回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法和联合装置的制作方法

专利名称：回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法和联合装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种利用C4原料分离工艺或装置来回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法，以及该方法所使用的联合装置。
背景技术：
乙酸仲丁酯是一种新型溶剂，具有低毒环保、溶解能力强等特点，可用作香料、溶齐 、药物吸收促进剂、反应介质组分、萃取剂组分、金属清洗剂等，用途广泛，逐渐受到人们越来越多的关注。目前，国内乙酸仲丁酯主要采用烯烃加成法一步合成的工艺来生产，即利用乙酸与炼厂混合C4中的正丁烯为原料来生产。相对于醇酯化法的传统工艺，乙酸与正丁烯合成法具有原料来源广泛、成本小、经济效益好、环保的特点。炼油厂混合C4馏分主要由丁烷(包括异丁烷、正丁烷)、正丁烯(包括I - 丁烯、 顺-2-丁烯、反-2-丁烯)、异丁烯等组成。经过MTBE(甲基叔丁基醚)装置反应除去异丁烯，得到醚后混合C4。醚后混合C4是乙酸仲丁酯装置生产的主要原料来源之一。但是由于醚后混合C4中存在着大量的异丁烷和正丁烷，导致正丁烯含量较低、乙酸仲丁酯反应转化率低、乙酸仲丁酯装置生产负荷小等问题，限制了乙酸仲丁酯装置的产能。现有的C4原料分离技术解决了这个问题，通过利用C4原料分离技术在乙酸仲丁酯生产装置前设置原料预处理单元，将反应原料中的丁烷组分与丁烯组分进行有效的分离，在提高正丁烯的浓度、提高乙酸仲丁酯装置原料C4转化率、扩大乙酸仲丁酯装置产能的同时，分离出的丁烷可达到98%以上，可作为其他生产装置的原料，提高了混合C4的附加值。本申请人的中国专利公开CN101130495A(200710035658. 6)公开了从乙酸与丁烯或混合C 4反应后的混合物中分离乙酸仲丁酯的方法，该方法不向系统中引入水，故可有效降低乙酸对设备的腐蚀，延长催化剂的使用寿命，并可减少设备投资和操作费用。本申请人的CN101143819A(200710035906. 7)公开了一种乙酸仲丁酯的制备方法，其特征在于反应在由一个塔釜、一个提馏段、一个反应段、一个精馏段和一个塔顶回流冷凝器组成的催化蒸馏塔中进行，反应段中装填一种催化剂，乙酸从催化蒸馏塔的上部精馏段进入塔内，混合C 4或丁烯从催化蒸馏塔的下部提馏段进入塔内，两者在催化剂表面逆流接触，并反应生成乙酸仲丁酯，未反应混合C 4或丁烯从塔顶蒸出，产物混合物从塔底流出。本申请人的CN101168505A(200710192464. 7)公开了本发明涉及一种带产物分离和回收工艺的制备乙酸仲丁酯的方法。本申请人的CN101168506A(200710192465. I)公开了带产物分离工艺的制备乙酸
仲丁酯的方法。本申请人的CNlOl 139284A(200710201527. O)公开了一种脱除乙酸仲丁酯中臭味方法，其特征在于有臭味的乙酸仲丁酯通过脱臭装置中的吸附剂床层；在吸附剂的作用下，乙酸仲丁酯中的臭味被吸附剂直接吸附；乙酸仲丁酯通过吸附剂床层的空速为O —201Γ1。本申请人的CN102351661A (201110292909. 5)公开了一种制备甲基叔丁基醚的方法和MTBE装置。CN101190860A(200610144209. O)(中国石油化工股份有限公司)公开了 C 4烯烃
叠合醚化联产MT B E、异辛烯和二异丁烯的方法，包括将含异丁烯的C 4原料和甲醇在固体酸催化剂的存在下进行反应，通过调整反应条件来控制正丁烯的重量转化率〈10%，使异丁烯参与醚化反应的同时进行选择性叠合反应。然而，现有的C4原料分离技术存在能耗高的问题，尤其是C4原料分离中的丁烯提浓塔，由于醚后混合C4中各个组分的沸点十分接近，相对挥发度较低，为分离出异丁烷，丁烯提浓塔所需塔板数较多，回流比较大，使得整个丁烯提浓塔的能耗较高，需要消耗大量的蒸汽。而在乙酸仲丁酯装置，共沸精馏塔和精制塔塔顶的气相物料也需要大量的循环水进 行冷凝，需要消耗大量的循环水。两套装置的能耗使得乙酸仲丁酯产品的生产成本增加，利润降低，企业竞争优势下降。

发明内容
本发明的目的在于克服现有含有原料预处理单元的乙酸仲丁酯装置能耗高的技术缺陷，提供一种有效回收利用两套装置的潜热，降低能耗的方法。本发明提供了一种利用C4原料分离工艺或装置回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法，该方法包括以下步骤将共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料通入管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔塔底液相物料通入管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)的壳程，经过换热后，共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料冷凝成液相进入塔顶回流罐，丁烯提浓塔塔底液相物料气化成气相循环回丁烯提浓
+R ο本发明还提供了一种原料C4的处理方法，该方法包括将C4原料输入丁烯提浓塔进行一级分离，分得所得的C4原料的一部分进入萃取精馏塔进行二级分离，萃取精馏后的物料通过汽提将提浓后的混合C4与萃取剂进行分离，分离得到的混合C4进入乙酸仲丁酯装置的反应系统中；或将C4原料输入丁烯提浓塔进行一级分离，分得所得的C4原料的一部分直接进入乙酸仲丁酯装置的反应系统中；根据上述方法将丁烯提浓塔的塔底液相物料的另一部分与共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料在管壳式换热设备中进行换热。本发明的技术方案概括如下I、利用C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法，其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，两者在下面可以称作“冷凝蒸发器”)，和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，其特征在于该方法包括将乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔各自的塔顶气相物料分别通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)的壳程，在该管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)中进行换热，来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料各自在上述管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回共沸精馏塔和/或精制塔的顶部，来自丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分在上述管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)中被气化成气相气相-液相混合物并循环回到丁烯提浓塔中。一般，从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的另一部分或第二部分任选地被输入储罐或被直接输入乙酸仲丁酯制备装置的反应系统中。优选，该C4原料是由来自炼油厂的混合C4馏分经过在甲基叔丁基醚(MTBE)合成装置中反应除去异丁烯之后所得到的醚后混合C4原料(被称作“醚后C4原料”或“醚后混合C4”或“醚后原料C4” )。一般，乙酸仲丁酯制备装置还包括闪蒸塔或催化精馏塔。 在本申请中使用的管壳式换热设备一般是冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，优选是管壳式的冷凝蒸发器或立式逆流型管壳式冷凝蒸发器。这种换热设备在现有技术中通常用于两股物料流的换热，尤其以逆流方式换热。2、通过C4原料分离装置与乙酸仲丁酯制备装置的联合使用来处理C4原料的方法，其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备(例如立式逆流冷凝蒸发器，下面简称冷凝蒸发器)和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔，并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，该方法包括将上述C4原料输入丁烯提浓塔中进行一级分离，从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的一部分或第一部分与分别来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶中的气相物料在一个或两个或更多个管壳式换热设备中进行换热而被气化成气相或气相-液相混合物并返回丁烯提浓塔中，而分别来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶中的气相物料经过换热被冷凝成液相或气相-液相混合物后返回各自共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回各自共沸精馏塔和/或精制塔的顶部，和从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的另一部分或第二部分任选地进入萃取精馏塔中进行二级分离即萃取精馏，经过萃取精馏被进一步提浓后的物料通入汽提塔中以便将进一步提浓后的混合C4原料与萃取剂进行分离，分离得到的混合C4原料被输入储te中或被输入乙fe仲丁酷制备装直的反应系统中；或从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的另一部分或第二部分任选地被输入储te或被直接输入乙fe仲丁酷制备装直的反应系统中。优选，其中该C4原料是由来自炼油厂的混合C4馏分经过在甲基叔丁基醚(MTBE)合成装置中反应除去异丁烯之后所得到的醚后混合C4原料。一般，乙酸仲丁酯制备装置还包括闪蒸塔或催化精馏塔。3、根据以上I或2项的方法，其中C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的另一部分或第二部分被输送到乙酸仲丁酯制备装置的反应系统中。4、根据以上I或2或3项所述的方法，其特征在于所述的丁烯提浓塔的塔顶压力为 O. 35-0. 8MPa (优选为 O. 38-0. 75MPa,更优选 O. 42-0. 7MPa,进一步优选 O. 45-0. 75MPa)，和/或塔顶温度为40-65°C (优选45-60°C，更优选48_57°C );和/或，所述丁烯提浓塔的塔底温度为55-78°C，优选为60-75°C，更优选63_73°C，和/或塔底压力为O. 4-0. 9MPa，优选为O. 45-0. 85MPa,更优选O. 50-0. 80MPa,进一步优选O. 55-0. 75MPa。这里所述的压力是表压。5、根据以上1-4项中任何一项的方法，其中所述共沸精馏塔的塔顶气相物料的温度为79 95 °C，优选为80 92 °C，更优选82 90 °C，塔顶压力为0-0. 04MPa或
0.0001-0. 04MPa，优选为 O. 001-0. 035MPa 或 O. 0015-0. 033MPa，更优选为 O. 01-0. 03MPa。这里所述的压力是表压。 6、根据以上1-5项中任何一项的方法，其中所述精制塔的塔顶气相物料的温度为8(Tl00°C，优选为 83 97°C，更优选为 85 95°C，塔顶压力为 0-0. 05MPa 或O. 0001-0. 045MPa,优选为O. 001-0. 040或O. 0015-0. 038MPa,更优选为O. 01-0. 035MPa。这里所述的压力是表压。7、根据以上1-6项中任何一项所述的方法，其特征在于所述丁烯提浓塔的塔底液相物料经过管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)换热后的温度为57-80°C，和/或所述共沸精馏塔的塔顶气相物料经过管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)换热后的温度为70-85°C，和/或所述精制塔的塔顶气相物料经过管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)换热后的温度为75-85°C。8、根据以上1-7项中任何一项所述的方法，其特征在于所述管壳式换热设备(冷凝蒸发器)壳程的液面高度控制为整个壳程的5%-90%，优选10%-80%，20-75%,更优选30%-70%，进一步优选 40%-60%。9、根据以上1-8项中任何一项的方法，其中管壳式换热设备是冷凝蒸发器，优选是立式逆流冷凝蒸发器。更优选是管壳式的冷凝蒸发器或管壳式的立式逆流冷凝蒸发器。10、根据以上9项的方法，进一步优选地，其中(管壳式的)冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器包括管程进口、管程出口以及管壳式换热单元，所述管壳式换热单元包括壳程进口、壳程出口、壳程筒体和多个的换热管，壳程筒体分为上段和下段，上段与下段的筒体竖向长度比为 1:10-10:1，优选 1:9-9:1，1:8 — 8:1，优选 1:7 — 7:1，1:6 — 6:1，1:5 —5:1，1:4 — 4:1，1:3 — 3:1，1:2 — 2:1，I: I. 5 — I. 5:1，更优选为 1:8 - 1:1,1:7 - 1:2,1:6 — 1:3,1:5 — 1:4。上段与下段的筒体内径比为1.01-4.5:1，优选I. 04-4. 3:1，优选
1.06-4. 1:1,1.08-4. 0:1，I. 1-3. 8:1，优选 I. 12-3. 5:1，更优选 I. 13-3. 2:1,1. 15-3.0:1，
1.16:1 一 2. 8:1，优选为 I. 17:1 一 2. 6:1，优选为 I. 18:1 一 2. 5:1，优选为 I. 18:1 —
2.45:1,1. 18:1 - 2. 35:1,1.20:1 - 2. 30:1,1.21:1 - 2. 25:1,1.22:1 - 2. 20:1,1. 23:1 -
2.15:1,1. 24:1 - 2.0:1,1.25:1 — 1.8:1,1.26:1 — I. 7:1,1. 27:1 — 1.6:1,1.30:1 —
I.5:1。优选,壳程进口位于壳程筒体的下段,壳程出口位于壳程筒体的上段。在本申请中的内径是指内直径，外径是指外直径。冷侧介质(即，来自丁烯提浓塔I中的塔底液相物料的一部分)从壳程筒体下段的入口进入冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，从壳程筒体上段的出口排出，热侧介质(即，来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料)从管程入口进入冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，从管程出口排出，实现逆流换热。11、根据以上10项的方法，其中所述管壳式换热单元的下段壳程筒体的内径为300mm-9000mm,优选为400mm-8000mm,更优选为500mm-7000mm,进一步优选为600mm-6000mm,再进一步优选700mm-5000mm,仍然进一步优选800mm-4000_或900mm-3000mm，仍然更优选为 1000mm-2000mm，最优选 1100-1500mm。在本申请中，在某些情况下，管壳式换热设备或管壳式冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器或冷凝蒸发器可互换使用。管壳式换热设备与管壳式换热器可互换使用。所述管壳式换热单元的下段壳程筒体的长度一般是400mm-10000mm，优选 500mm-9500mm,优选为 600mm-9000mm,更优选为 700mm-8000mm,进一步优选为800mm-7000mm,再进一步优选800mm-6000mm,仍然进一步优选900mm-5000_或1000mm-4000mm,仍然更优选为 1300mm-3000mm,最优选 1400-2500mm,例如约 1640mm。管壳式换热设备的换热单元采用不锈钢材质制作。12、根据以上10或11项的方法，其中换热管是翅片式换热管，优选是内翅片换热·管。优选，以上1-12中任何一项所述的管壳式换热设备的换热单元内安装有10-1000根(优选20-970，优选30-950根，更优选40-930根，更优选50-920根，更优选60-910根，例如100，200，300，400，500，600，700，800，890根)换热管，后者优选是装有内翅片的换热管(即内翅片换热管)。每一根的换热管的内径为通常为15-40mm,优选17_38mm,优选20-35mm(优选 20-30mm,例如 25mm),和 / 或管壁厚度为 O. 3-2. Omm,优选 O. 5mm-1. 5mm (优选O. 7mm-l. 3mm,例如1mm),和/或翅片高度为2 — IOmm,优选2. 5_9mm,优选3_7mm(优选4-6mm ’ 4_5mm,例如 5mm)。内翅片换热管的纵向嵌入一端封闭或两端封闭的内衬管，内衬管的外径一般为
ll-30mm,优选12_20mm或13-20 (更优选15_19mm, 16_18mm,例如17mm)。优选,在换热管间焊接有一个或多个(块)，优选1-20个，优选2 — 18个，优选2-15个(块)的折流挡板，更优选3-12个的折流挡板，更优选4-10个的折流挡板。优选，内翅片换热管和折流挡板均采用不锈钢材质。优选，内翅片换热管的纵向嵌入至少一端被封闭(即一端或两端被封闭)的内衬管，内衬管的外径稍大于或等于内翅片换热管内径与翅片高度之差。一般，在本申请中“内衬管的外径稍大于或等于内翅片换热管内径与翅片高度之差”是指内衬管的外壁是要紧贴翅片的最顶端，这样的作用是首先防止该内衬管的滑动，其次是让所有的介质都从翅片的根部与顶部和内衬管的管壁间通过，以增加换热效果，因此，内衬管一般都是嵌入换热管后通过内部胀大的方式，使内衬管胀大紧贴翅片的最顶部，在这个过程中，翅片还会有略微的变形，因此，内衬管的外径应该是等于或稍微大于内翅片换热管内径与翅片高度之差。优选，所述翅片式换热管的管壁厚度为O. 3-2mm,优选为O. 5-1. 5mm,优选O. 7-1. 3mm,进一步优选为 O. 8-1. 2mm。优选，所述管壳式换热单元还包括一个或多个的折流挡板，优选1-20个，优选2 -18个，更优选2-15个的折流挡板，更优选3-12个的折流挡板，更优选4-10个的折流挡板。这些折流挡板被设置(被焊接)在这些换热管之间。优选地，当有两个以上的折流挡板时，这些折流挡板交错布置(如图2中所示)。该交错布置可以获得良好的折流效果。13、根据以上1-12项中任何一项的方法，其中当丁烯提浓塔还包括塔顶回流设备例如塔顶回流罐时，回流比为5-20:1，优选在7-18:1，更优选9-15:1。优选地，丁烯提浓塔的内部液面维持在基本上稳定的水平。一般情况下，丁烯提浓塔内的液面控制在整个塔筒体的高度的5 - 60%，优选7%-55%，更优选10-50%，进一步优选12%-45%，进一步优选15-40%，再进一步优选18-37%。来自管壳式换热设备的气化物料从气化物料入口返回丁烯提浓塔中。该气化物料的入口高于丁烯提浓塔内的液面。气化物料入口处于整个塔筒体的高度的约10-65%，优选15%-60%，更优选18-55%，进一步优选20%_50%，再进一步优选25-45%，最优选28-40%处。本发明中，C4原料分离装置是乙酸仲丁酯装置的原料处理单元，与乙酸仲丁酯制备装置是联合装置。14、一种冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器或根据以上1-12或1-13中任何一项的方法所使用的一种冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，其中该冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器包括管程进口、管程出口以及管壳式换热单元，所述管壳式换热单元包括壳程进口、壳程出口、壳程筒体和多个的换热管，壳程筒体分为上段和下段，上段与下段的筒体竖 向长度比为1:10 — 10:1，优选1:9— 9:1，上段与下段的筒体内径比为L 01:1 — 4.5:1，优选为1.04:1 — 4. 3:1,壳程进口位于壳程筒体的下段,壳程出口位于壳程筒体的上段。15、根据以上14项的冷凝蒸发器，其中所述管壳式换热单元的下段壳程筒体的内径为300mm-9000mm,优选为400mm-8000mm ;和/或下段壳程筒体的长度一般是500mm-10000mm,优选为 600mm-9000mm。16、根据以上14或15项的冷凝蒸发器，其中换热管是翅片式换热管，优选是内翅片换热管。17、根据以上14-16项中任何一项的冷凝蒸发器，其特征在于冷侧介质从壳程筒体下段的壳程进口进入冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器的壳程中，从壳程筒体上段的壳程出口排出，以及热侧介质从管程入口进入冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器的管程中，从管程出口排出，实现逆流换热。18、根据以上14 - 17中任何一项的冷凝蒸发器，其特征在于换热管是内翅片换热管。19、根据以上18项的冷凝蒸发器，其特征在于以上所述的管壳式换热设备的换热单元内安装有10-1000根的内翅片换热管。20、根据以上19项的冷凝蒸发器，其特征在于每一根的换热管的内径为15_40mm，优选20-35mm,和/或翅片高度为2-10mm,优选3_7mm。21、根据以上19或20的冷凝蒸发器，其特征在于内翅片换热管的纵向嵌入一端封闭或两端封闭的内衬管，和/或内衬管的外径为11-30_，优选12-20_。22、根据以上14或15或19或20的冷凝蒸发器，其特征在于在换热管间焊接有1-20个的折流挡板。23、根据以上21或22项的冷凝蒸发器，其特征在于内衬管的外径稍大于或等于内翅片换热管内径与翅片高度之差。根据本发明的优选实施方案，以上14 - 23中任何一项的冷凝蒸发器的进一步优选的方案是按照与在以上1-13中相同的方式来定义。24、用于C4原料分离与乙酸仲丁酯制备的联合装置，它包括C4原料分离装置和乙酸仲丁酯制备装置；其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备；和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，以及该制备装置还包括闪蒸塔或催化精馏塔，其特征在于C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分(或至少一部分)与来自乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料在上述一个或两个或更多个管壳式换热设备中进行热交换。25、根据以上24项的联合装置，其中乙酸仲丁酯制备装置所采用的生产工艺流程可以是反应(该反应一般在固定床或流化床中进行)-闪蒸-共沸精馏-精制，或者是催化精馏-共沸精馏-精制的工艺流程，或者是催化精馏-精制的生产工艺流程。26、根据以上24或25的联合装置，其中管壳式换热设备是权利要求9_12中任何一项或以上14 - 23项中任何一项所定义的冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器。
27、根据以上24 — 26中任何一项的联合装置，其特征在于该联合装置所采用的工 艺流程包括将乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料分别通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分(或至少一部分)通入所述一个或两个或更多个管壳式换热设备的壳程，在该管壳式换热设备中进行换热，来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料各自在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回各自共沸精馏塔和/或精制塔的顶部，来自丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分在上述管壳式换热设备中被气化成气相或气相-液相混合物并循环回到丁烯提浓塔中。根据本发明的优选实施方案，以上27项的联合装置的进一步优选的方案是按照与在以上1-13或14-23中相同的方式来定义。在本申请中，反应系统一般包括反应设备或反应器。优选，反应系统一般还包括在反应设备(或反应器)之前的原料缓冲罐。一般，经过丁烯提浓塔处理后(提高浓度后)的原料的全部或一部分被输入储罐中或被输入反应系统的原料缓冲罐中或被直接输入反应设备(或反应器)中。表达短语的解释在本申请中，“任选的”表示有或没有，“任选地”表示进行或不进行。在本申请中，丁烯提浓塔也可称作丁烯提浓器。在本申请中“内衬管”与“套管”可互换使用。一般，内衬管或套管有一个或两个盲端，或者它的一端或两端被封闭。该盲端是指封闭端。“将乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔各自的塔顶气相物料分别通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的管程”是指共沸精馏塔和精制塔的塔顶气相物料两者分别被通入同一个或不同的两个或更多个壳管式换热设备的管程中；或，共沸精馏塔的塔顶气相物料被通入一个或两个或更多个的壳管式换热设备的管程中；或，精制塔的塔顶气相物料被通入一个或两个或更多个的壳管式换热设备的管程中。当共沸精馏塔和精制塔的塔顶气相物料两者分别被通入同一个壳管式换热设备的管程中时，为了不让这两股物料互相混合，该壳管式换热设备的全部(即多个或许多)换热管被分成两组，其中让共沸精馏塔的塔顶气相物料流过第一组的换热管，让精制塔的塔顶气相物料流过第二组的换热管。“来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料各自在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回共沸精馏塔和/或精制塔的顶部”是指来自共沸精馏塔的塔顶气相物料在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔的塔顶回流罐中或返回共沸精馏塔的顶部；或，来自精制塔的塔顶气相物料在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回精制塔的塔顶回流罐中或返回精制塔的顶部。在本申请中，丁烯提浓塔下部的采出部位应为“塔底或塔下部侧线”。所以，“塔底”可以泛指“塔底”或“进料口以下侧线”或“提馏段侧线”。为了简单起见，“塔底”或“塔下部侧线”都统称为“塔底”，例如“丁烯提浓塔的塔底液相物料”与“丁烯提浓塔的塔底或塔下部侧线的液相物料”具有相同意义。类似地，对于“塔顶”，也作出同样的解释，即“塔顶”包括“塔顶”或“塔上部侧线”或“塔顶侧线”。在前面的背景技术中所列举的专利文献的全部内容被引入本申请中作为参考，这 些内容就象在本申请的发明内容中详细描述一样。本发明的优点和效果本发明提供了利用所述C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯制备装置的潜热的方法，具体地说，将乙酸仲丁酯装置共沸精馏塔塔顶气相与C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料进行换热，两股物料在管壳式换热设备(例如冷凝蒸发器)中进行相变，从而使潜热得到充分利用，减少了 C4原料分离装置的蒸汽消耗量和共沸精馏塔及精制塔塔顶循环水的消耗量，大大的降低了能耗，节约了成本。进一步优选地，本发明还使用特定的冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器，将冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器的管壳式换热单元设计为上大下小的结构，有利于介质的气化，为低温介质换热后气化提供了足够的空间，为相变潜热的有效利用提供了必要条件，同时将翅片式换热管应用于该管壳式换热单元，加大换热面积，提高了换热效果，节约了能源，降低了能耗，特别适用于温差较小的热源的回收利用。


图I表示本发明提供的利用C4原料分离工艺或装置来回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法的流程示意图。乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔并且该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐。乙酸仲丁酯制备装置还包括闪蒸塔或催化精馏塔。图I中，I为丁烯提浓塔，2为原料混合C4，3为丁烯提浓塔塔底液相去冷凝蒸发器壳程的部分，4为丁烯提浓塔塔底液相去乙酸仲丁酯制备装置的部分，5为丁烯提浓塔塔顶物料，6为第一冷凝蒸发器，7为第二冷凝蒸发器，8为丁烯提浓塔塔底液相经冷凝蒸发器换热后的物料，9为共沸精馏塔，10为来自乙酸仲丁酯制备装置的闪蒸塔或催化精馏塔的塔底物料，11为共沸精馏塔塔底气相物料，12为共沸精馏塔塔顶气相物料经冷凝蒸发器换热冷凝后液相物料，13为共沸精馏塔塔顶回流罐，14为共沸精馏塔塔顶回流，15为精制塔进料，16为共沸精馏塔塔底重烃去重烃水洗塔，17为共沸精馏塔塔底乙酸循环回反应系统，18为精制塔，19为精制塔塔顶气相物料，20为精制塔塔顶气相物料经冷凝蒸发器换热冷凝后液相物料，21为精制塔塔顶回流罐，22为精制塔塔顶回流，23为混合酯去混合酯罐，24为精制塔塔底物料产品乙酸仲丁酯去产品中间罐，25为精制塔塔底排渣。图2是图I中的冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器“6”或“7”的结构示意图；图3是图2中的翅片式换热管204的横截面结构示意图；在图3中的“304”对应于图2中的“204”。图2中，201为立式逆流冷凝蒸发器的管壳式换热单元，202为管壳式换热单元的上部(或上段)，203为管壳式换热单元的下部(或下段)，204为翅片式换热管，205为折流挡板，206为冷侧介质入口，207为冷侧介质出口，208为热侧介质入口，209为热侧介质出□。图3中，304为翅片式换热管(对应于图2中的204)，310为翅片，311为内衬管。
具体实施例方式根据本发明的方法，如图I所示，本发明提供了一种利用C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯装置中的潜热的方法，该方法包括以下步骤将共沸精馏塔9和/或精制塔18塔顶气相物料通入冷凝蒸发器6、7的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔I塔底液相物料通入冷凝蒸发器6、7的壳程，经过换热后，共沸精馏塔9和/或精制塔18塔顶气相物料冷凝成液相分别进入塔顶回流罐13、21，丁烯提浓塔I塔底液相物料气化成气相8循环回丁烯提浓塔I。图2是图I中的冷凝蒸发器6或7的示意图，其中在图2中的“201”对应于图I中的“6”或“7”。冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器如图2和3中所示。本发明中，C4原料分离装置是乙酸仲丁酯装置的原料处理单元，与乙酸仲丁酯装置是联合装置。在本申请中“原料C4”、“C4原料”、“混合C4”是相同的概念，可以互换使用。根据本发明提供的所述方法，根据原料C4中烯烃浓度的不同，所述的C4原料分离装置通常包括丁烯提浓塔，任选地还可以包括萃取精馏塔、汽提塔。当混合C4中的烯烃浓度含量较低时，例如低于40%时，可以将混合C4经过丁烯提浓塔脱除部分的异丁烷后，再经过萃取精馏塔进行萃取精馏进一步的脱除混合C4中的丁烷而提高混合C4中的丁烯浓度，萃取精馏塔塔底的物料再经过汽提塔将提浓后的混合C4与萃取剂进行分离，经过水洗然后进入乙酸仲丁酯装置进行反应；当混合C4中的烯烃浓度含量较高时，例如高于40%时，可以将混合C4经过丁烯提浓塔脱除部分的异丁烷后，直接进入乙酸仲丁酯装置进行反应。根据本发明提供的所述方法，对于所述的C4原料分离装置的C4原料没有太多的限制，可以是含有C4不饱和烃和C4饱和烃以及少量其它碳数的烃类的混合物，或是醚后混合C4，或是乙酸仲丁酯装置的闪蒸塔塔顶的轻组分，或者是醚后混合C4与乙酸仲丁酯装置闪蒸塔塔顶轻组分的混合物。根据本发明提供的所述方法，所述的丁烯提浓塔可以是板式塔或填料塔，优选为浮阀塔，理论塔板数为60-250，优选为120-210，塔顶回流比为5_20，优选为8_15。通过共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料与丁烯提浓塔塔底液相物料进行换热的方式获得的热量，可以满足丁烯提浓塔塔底液相物料气化所需要的热量，因此，丁烯提浓塔塔底可以不设重沸器，但是为了保证丁烯提浓塔在乙酸仲丁酯装置停工的状态下也能够正常运行，作为一个保证措施，丁烯提浓塔的塔底可以设置1-2个重沸器。
根据本发明提供的所述方法，所述的乙酸仲丁酯装置包括共沸精馏塔和/或精制塔，乙酸仲丁酯的生产工艺流程可以是反应(该反应一般在固定床或流化床中进行)_闪蒸-共沸精馏-精制，也可以是催化精馏-共沸精馏-精制的工艺流程，还可以是催化精馏-精制的生产工艺流程。到共沸精馏塔的物料可以是通过闪蒸塔进行闪蒸脱除了轻组分的物料，也可以是通过催化精馏塔进行反应后的塔釜物料；而进入精制塔的物料可以是通过共沸精馏后得到的乙酸仲丁酯粗产品，也可以是通过催化精馏进行反应后的塔釜物料。根据本发明提供的所述方法，所述的丁烯提浓塔的塔底液相物料为第一步提浓后的混合C4，塔底温度为55-78°C，塔底压力为O. 4-0. 9MPa，共沸精馏塔的塔顶气相物料为乙酸仲丁酯的粗产品，温度为79、5°C，塔顶压力为0-0. 04MPa，精制塔塔顶气相物料为混合酯，温度为8(Tl00°C，塔顶压力为0-0. 05MPa。
根据本发明提供的所述方法，所述的丁烯提浓塔塔底液相物料经过冷凝蒸发器换热后的温度为57-80°C，所述的共沸精馏塔塔顶气相物料经过冷凝蒸发器换热后的温度为70-850C，所述的精制塔塔顶气相物料经过冷凝蒸发器换热后的温度为75-85°C。在本发明中，为了保证共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶物料能够得到充分的冷凝，在共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料经过冷凝蒸发器后，再经过换热器，将冷凝下来的物料进行进一步的冷却，冷却后的物料进入塔顶回流罐。对于共沸精馏塔，塔顶回流罐的物料一部分作为回流，另一部分作为精制塔的进料进入精制塔继续进行精制；对于精制塔，塔顶回流罐的物料一部分作为回流，另一部分作为混合酯排入混合酯罐。本发明中，为保证物料的进一步冷却，换热器的个数为I个以上，优选为1-10个。这里对换热器的类型没有限制，可以是管板式换热器，也可以是板式换热器，还可以是管壳式换热器。本发明中，可设置I个以上的冷凝蒸发器，优选为2-10个。当共沸精馏塔和精制塔塔顶的气相物料需要同时进入冷凝蒸发器进行冷凝时，两股物料分别进入不同的冷凝蒸发器的管程与丁烯提浓塔塔底液相物料进行换热，以避免物料的混合与互串。根据本发明提供的所述方法，所述的冷凝蒸发器壳程的液面控制在整个壳程的10%-90%。为了保证冷凝蒸发器壳程的混合C4物料能够完全气化甚至达到过热气化，需要对冷凝蒸发器的壳程液位进行控制。一般情况下，冷凝蒸发器壳程的液面控制在整个壳程的5 — 90%，优选10%-80%，进一步优选控制范围为整个壳程的20%-75%。根据本发明提供的所述方法，所述的冷凝蒸发器为立式逆流冷凝蒸发器，包括管壳式换热单元，为了保证壳程介质气化时具有足够的气化空间，管壳式换热单元设计为上大下小的结构，管壳式换热单元的上部(即，粗段)与下部(即，细段)的内径比为I. 01-4. 5:1，优选1.04-4.3:1。上部(B卩，粗段)与下部(即，细段)筒体的长度比为1:10-10:1，优选1:9-9:1。为了使两种物料在冷凝蒸发器中得到充分的热量交换，充分利用两种物料的潜热，在管壳式换热单元内设置翅片式换热管和折流挡板，翅片式换热管为内翅片换热管，内翅片换热管的纵向嵌入至少一端封闭的内衬管，内衬管的外径等于内翅片换热管内径与翅片高度之差，同时，把翅片式换热管的管壁做的较薄，以保证两种物料的热量交换的充分性，在本发明中，翅片式换热管的壁厚为O. 3-2mm，优选为O. 5-1. 5mm。根据本发明的另一个方面，本发明还提供了一种原料C4的处理方法，该方法包括将C4原料输入丁烯提浓塔进行一级分离后进入萃取精馏塔进行二级分离，萃取精馏后的物料通过汽提将提浓后的混合C4与萃取剂进行分离，分离得到的混合C4进入乙酸仲丁酯装置进行反应；或将C4原料输入丁烯提浓塔进行一级分离后直接进入乙酸仲丁酯装置进行反应；根据本发明提供的利用C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯装置中的潜热的方法是将丁烯提浓塔塔底液相物料与共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料进行换热。根据本发明所述的C4原料的处理方法，所述的丁烯提浓塔的塔顶压力为O. 35-0. 8MPa，塔顶温度为40_65°C，塔底温度为55_78°C，回流比为5-20。根据本发明所述的C4原料的处理方法，所述的原料C4可以包括正丁烯、异丁烯、正丁烷、异丁烷和C5，其中，正丁烯的含量为10-80%，异丁烯的含量为0%-1%，正丁烷的含量为0-70%，异丁烷的含量为0-50%，C5的含量为0-10%。
根据本发明所述的原料C4的处理方法，丁烯提浓塔塔底的物料可以包括正丁烯、异丁烯、正丁烷、异丁烷，其中，正丁烯的含量为20-90%，异丁烯的含量为0%-5%，正丁烷的含量为10-65%，异丁烷的含量为0-10%，C5的含量为0-15%。以下通过实施例对本发明作进一步说明。实施例I采用醚后混合C4为原料，其中，在该原料中异丁烷的含量为47. 10%，正丁烷的含量为18. 24%，异丁烯的含量为O. 12%，正丁烯的含量为34. 4%，C5的含量为O. 14%，将物料流量为28t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(1)，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为178块，控制丁烯提浓塔(I)的回流比为12，塔顶温度为48. 1°C，塔底表压为O. 64MPa，塔底温度为64. 5°C，物料流量为12. 6t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以15. 4t/h的速度通入萃取精馏塔继续进行提浓、然后经汽提塔分离获得纯化C4原料并输入乙酸仲丁酯装置中，其中，在该纯化C4原料中异丁烷的含量为8. 75%，正丁烷的含量为45. 6%，异丁烯的含量为O. 26%，正丁烯的含量为45. 23%，C5的含量为O. 16%，丁烯提浓塔(I)塔底液相物料的另一部分(3)分别以37. 5t/h和27t/h的流量通入第一冷凝蒸发器(6)和第二冷凝蒸发器(7)的壳程，分别控制冷凝蒸发器(6)、(7)壳程的液面在整个壳程的约10%，经过换热后，丁烯提浓塔(I)塔底液相物料的那一部分(4)达到过热气化的状态，温度为77°C，经换热后的物料(8)直接循环回丁烯提浓塔(I)。将从闪蒸塔塔底出来的物料(10)通入共沸精馏塔(9)，该物料流量为35t/h，控制共沸精馏塔(9)的塔顶表压为O. 02MPa，塔顶温度为92°C，塔底温度为125°C，通过共沸精馏，乙酸仲丁酯的粗产品(共沸精馏塔塔顶气相物料)(11)从塔顶蒸出，物料流量为30t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(11)通入第一冷凝蒸发器(6)的管程进行换热，经过换热后，乙酸仲丁酯粗产品冷凝成液相(12)，温度为80°C，再经过一个板式换热器冷却后进入塔顶回流罐(13)。将从共沸精馏塔塔顶回流罐(13)的乙酸仲丁酯粗产品(15)输入精制塔(18)，物料流量为14t/h，共沸精馏塔塔顶回流罐的共沸精馏塔塔顶回流(14)去共沸精馏塔顶部，控制精制塔(18)的塔顶表压为O. 02MPa，塔顶温度为94°C，塔底温度为124°C，通过精制，混合酯(精制塔塔顶气相物料)(19)从塔顶蒸出，物料流量为18t/h，将混合酯(19)通入第二冷凝蒸发器(7)的管程进行换热，经过换热后，混合酯冷凝成液相(20)，温度为82°C，再经过一个板式换热器冷却后进入塔顶回流罐(21)。该塔顶回流罐(21)的物料的一部分(22)回到精制塔18的塔顶和另一部分(23)作为混合酯去往混合酯罐。其中，16为共沸精馏塔塔底重烃去重烃水洗塔，17为共沸精馏塔塔底乙酸循环回反应系统(或反应设备)，19为精制塔塔顶气相物料，20为精制塔塔顶气相物料经冷凝蒸发器换热冷凝后液相物料，21为精制塔塔顶回流罐，22为精制塔塔顶回流，23为混合酯去混合酯罐，24为精制塔塔底物料一产品乙酸仲丁酯去产品中间罐，25为精制塔塔底排渣。本实施例中，管壳式冷凝蒸发器的换热单元采用不锈钢材 质制作， 其中，管壳式换热单元的上部(即，粗段)的内径为1380臟，长度为730臟，下部卿，细段)的内径为1100mm，长度为1640mm,管壳式换热单元内安装有890根装有内翅片的换热管，换热管的内径为27mm,厚度为Imm,翅片高度为5mm,内翅片换热管的纵向嵌入一端封闭的内衬管，内衬管的外径为17mm，换热管间焊接有5块折流挡板，其中，内翅片换热管和折流挡板均采用不锈钢材质。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔可节约蒸汽约10. 4t/h，共沸精馏塔塔顶节约循环水380t/h，精制塔塔顶节约循环水270t/h。实施例2本实施例采用与实施例I相同的冷凝蒸发器。采用醚后混合C4为原料，其中，异丁烷的含量为22. 1%，正丁烷的含量为11.5%，异丁烯的含量为O. 8%，正丁烯的含量为64. 4%，C5的含量为I. 2%，将物料流量为35t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(I )，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为205块，塔底设有I个重沸器，控制重沸器的蒸汽流量为5t/h，丁烯提浓塔(I)的回流比为15，塔顶温度为42. 5°C，塔底表压为O. 54MPa，塔底温度为57. 5°C，物料流量为7. 6t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以27. 4t/h的速度通入乙酸仲丁酯装置的反应原料罐，其中，异丁烷的含量为O. 6%，正丁烷的含量为16. 2%，异丁烯的含量为I. 5%，正丁烯的含量为78. 5%，C5的含量为3. 2%，另一部分(3)以54. 50t/h的速度通入冷凝蒸发器(6)的壳程，控制冷凝蒸发器(6)壳程的液面在整个壳程的50%，经过换热后，丁烯提浓塔(I)塔底液相物料达到气化状态，温度为约72°C，经换热后的物料(8 )直接循环回丁烯提浓塔(I)。将从闪蒸塔塔底出来的物料通入共沸精馏塔(9)，物料流量为32t/h，控制共沸精馏塔的塔顶表压为O. OlMPa，塔顶温度为89V,塔底温度为120°C，通过共沸精馏，乙酸仲丁酯的粗产品(共沸精馏塔塔顶气相物料)(11)从塔顶蒸出，物料流量为27. 5t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(11)通入冷凝蒸发器(6)的管程进行换热，经过换热后，乙酸仲丁酯粗产品冷凝成液相(12)，温度为75°C，再经过两个串联的板式换热器冷却后进入塔顶回流罐(13)。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔可节约蒸汽约8. 8t/h，共沸精馏塔塔顶节约循环水558t/h。实施例3本实施例采用与实施例I相同的冷凝蒸发器。采用醚后混合C4为原料，其中，异丁烷的含量为37.6%，正丁烷的含量为13. 1%，异丁烯的含量为O. 4%，正丁烯的含量为48. 4%，C5的含量为O. 5%，将物料流量为40t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(1)，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为230块，塔底设有2个重沸器，控制重沸器的蒸汽总流量为8t/h，丁烯提浓塔的回流比为18，塔顶温度为54. 5°C，塔底表压为O. 75MPa，塔底温度为69. 5°C，物料流量为14. 6t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以25. 4t/h的速度通入乙酸仲丁酯装置的反应原料罐，其中，异丁烷的含量为O. 9%，正丁烷的含量为29. 2%，异丁烯的含量为O. 7%，正丁烯的含量为69. 8%, C5的含量为O. 8%，另一部分(3)以64. 5t/h的速度通入冷凝蒸发器(7 )的壳程，控制冷凝蒸发器(7 )壳程的液面在整个壳程的90%，经过换热后，丁烯提浓塔塔底液相物料达到气化的状态，温度为79°C，经换热后的物料(8)直接循环回丁稀提浓塔(I )。将从共沸精馏塔塔顶回流罐(13)的乙酸仲丁酯粗产品(15)输入精制塔(18)，物料流量为38. 5t/h，共沸精馏塔塔顶回流罐的共沸精馏塔塔顶回流(14)去共沸精馏塔顶部控制精制塔(18)的塔顶表压为O. 04MPa，塔顶温度为95°C，塔底温度为126°C，通过精制，混合酯(精制塔塔顶气相物料)(19)从塔顶蒸出，物料流量为32t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(19)通入冷凝蒸发器(7)的管程进行换热，经过换热后，混合酯冷凝成液相(20)，温度为 84. 5°C，再经过一个板式换热器冷却后进入塔顶回流罐(21 )。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔可节约蒸汽约10. 4t/h，精制塔塔顶节约循环水1290t/h。实施例4本实施例采用与实施例I相同的C4原料。将物料流量为21t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(1)，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为125块，控制丁烯提浓塔的回流比为8，塔顶温度为42. 5°C，塔底表压为
O.45MPa，塔底温度为58. 5°C，物料流量为9. 5t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以11. 5t/h的速度通入萃取精馏塔继续进行提浓后经汽提塔分离进入乙酸仲丁酯装置，其中，异丁烷的含量为14. 8%，正丁烷的含量为31. 6%，异丁烯的含量为O. 2%，正丁烯的含量为53. 2%，C5的含量为O. 20%，另一部分(3)分别以18. 5t/h和13. 5t/h的速度通入第一个冷凝蒸发器(6)和第二个冷凝蒸发器(7)的壳程，控制冷凝蒸发器壳程的液面在整个壳程的30%，经过换热后，丁烯提浓塔(I)塔底液相物料达到过热气化的状态，温度为69°C，经换热后的物料(8)直接循环回丁烯提浓塔(I)。将从催化精馏塔塔底出来的物料(10)通入共沸精馏塔(9)，物料流量为25t/h，控制共沸精馏塔的塔顶表压为常压OMPa，塔顶温度为87. 5V，塔底温度为118°C，通过共沸精馏，乙酸仲丁酯的粗产品(11)(共沸精馏塔塔顶气相物料)从塔顶蒸出，物料流量为17t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(11)通入第一个冷凝蒸发器(6)的管程进行换热，经过换热后，乙酸仲丁酯粗产品冷凝成液相(12)，温度为78°C，冷凝后的乙酸仲丁酯粗产品进入塔顶回流罐(13)。将从共沸精馏塔塔顶回流罐(13)的乙酸仲丁酯粗产品(15)输入精制塔(18)，物料流量为12t/h，共沸精馏塔塔顶回流罐的共沸精馏塔塔顶回流(14)去共沸精馏塔顶部，控制精制塔(18)的塔顶表压为常压OMPa，塔顶温度为85°C，塔底温度为115°C，通过精制，混合酯(精制塔塔顶气相物料)(19)从塔顶蒸出，物料流量为13. 4t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(19)通入第二个冷凝蒸发器(7)的管程进行换热，经过换热后，混合酯冷凝成液相(20)，温度为76 V，冷凝后的混合酯进入塔顶回流罐(21)。本实施例中，管壳式冷凝蒸发器的换热单元采用不锈钢材质制作，其中，管壳式换热单元的上部(即，粗段)的内径为850mm，长度为670mm，下部(B卩，细段)的内径为600mm，长度为1520mm，管壳式换热单元内安装有250根装有内翅片的换热管，换热管的内径为27mm，厚度为1mm，翅片高度为5mm,内翅片换热管的纵向嵌入一端封闭的内衬管，内衬管的外径为17mm，换热管间焊接有块折流挡板，其中，内翅片换热管和折流挡板均采用不锈钢材质。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔完全不需要塔底蒸汽的加热即可实现塔内物料的分离，丁烯提浓塔可节约蒸汽约5. 2t/h，共沸精馏塔塔顶节约循环水190t/h，精制塔塔顶节约循环水140t/h。实施例5本实施例采用与实施例2相同的C4原料，与实施4相同的冷凝蒸发器。将物料流量为28t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(I)，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为178块，控制丁烯提浓塔(I)的回流比为10，塔顶温度为46°C，塔底表压为
O.65MPa，塔底温度为65. 5°C，物料流量为5. 4t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以22. 6t/h的速度通入乙酸仲丁酯装置的原料罐，其中，异丁烷的含量为4. 0%，正丁烷的含量为18. 1%，异丁烯的含量为1.2%，正丁烯的含量为75. 2%，C5的含量为I. 5%，另一部分(3)以30. 5t/h的速度通入冷凝蒸发器(6)的壳程，控制冷凝蒸发器壳程的液面在整个壳程的40%，经过换热后，丁烯提浓塔(I)塔底液相物料达到过热气化的状态，温度为79°C，经换热后的物料直接循环回丁烯提浓塔(I)。将从催化精馏塔塔底出来的物料(10)通入共沸精馏塔(9)，物料流量为30t/h，控制共沸精馏塔(9)的塔顶表压为O. 02MPa，塔顶温度为93. 5°C，塔底温度为125°C，通过共沸精馏，乙酸仲丁酯的粗产品(共沸精馏塔塔顶气相物料)(11)从塔顶蒸出，物料流量为28t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(11)通入冷凝蒸发器(6)的管程进行换热，经过换热后，乙酸仲丁酯粗产品冷凝成液相(12)，温度为79. 5°C，冷凝后的乙酸仲丁酯粗产品进入塔顶回流罐
(13)。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔可节约蒸汽约4. 7t/h，共沸精馏塔塔顶节约循环水300t/h。实施例6本实施例采用与实施例3相同的C4原料，与实施例4相同的冷凝蒸发器。将物料流量为30t/h醚后混合C4 (2)通入丁烯提浓塔(I)，丁烯提浓塔(I)为浮阀塔，塔板数为150块，控制丁烯提浓塔的回流比为12，塔顶温度为94°C，塔底表压为
O.65MPa，塔底温度为65. (TC，物料流量为10. 2t/h的异丁烷(5)从丁烯提浓塔(I)的塔顶蒸出，将丁烯提浓塔(I)塔底液相物料一部分(4)以19. 8t/h的速度通入乙酸仲丁酯装置的原料罐，其中，异丁烷的含量为8. 09%,正丁烷的含量为27. 12%，异丁烯的含量为O. 78%，正丁烯的含量为63. 10%, C5的含量为O. 91%，另一部分(3)以22t/h的速度通入冷凝蒸发器(7 )的壳程，控制冷凝蒸发器(7 )壳程的液面在整个壳程的60%，经过换热后，丁烯提浓塔
(I)塔底液相物料达到过热气化的状态，温度为78°C，经换热后的物料(8)直接循环回丁烯提浓塔(I)。将从催化精馏塔塔底的物料(15)输入精制塔(18)，物料流量为16t/h，共沸精馏塔塔顶回流罐的共沸精馏塔塔顶回流14去共沸精馏塔顶部，控制精制塔(18)的塔顶表压为O. 02MPa,塔顶温度为96°C，塔底温度为125°C，通过精制，混合酯(精制塔塔顶气相物料)(19)从塔顶蒸出，物料流量为18t/h，将乙酸仲丁酯的粗产品(19)通入冷凝蒸发器(7)的管程进行换热，经过换热后，混合酯冷凝成液相(20)，温度为82°C，冷凝后的混合酯进入塔顶回流罐(21)。经过换热后，C4原料分离装置的丁烯提浓塔可节约蒸汽约3. 5t/h，精制塔塔顶节约循环水230t/h。以上具体实施方式
仅用于描述本发明的最优选的实施方式，需要强调的是，不使用以上所述的特定冷凝蒸发器而是采用普通管壳式换热设备也是属于本发明的保护范围。总之，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式
中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
权利要求
1.利用C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法，其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备，和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，其特征在于该方法包括将乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔各自的塔顶气相物料分别通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的壳程，在该管壳式换热设备中进行换热，来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料各自在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回共沸精馏塔和/或精制塔的顶部，来自丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分在上述管壳式换热设备中被气化成气相或气相-液相混合物并循环回到丁烯提浓塔中。
2.通过C4原料分离装置与乙酸仲丁酯制备装置的联合使用来处理C4原料的方法，其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔，并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，该方法包括 将上述C4原料输入丁烯提浓塔中进行一级分离，从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的一部分或第一部分与分别来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶中的气相物料在一个或两个或更多个管壳式换热设备中进行换热而被气化成气相或气相-液相混合物并返回丁烯提浓塔中，而分别来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶中的气相物料经过换热被冷凝成液相或气相-液相混合物后返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回各自共沸精馏塔和/或精制塔的顶部， 和 从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的另一部分或第二部分任选地进入萃取精馏塔中进行二级分离即萃取精馏，经过萃取精馏被进一步提浓后的物料通入汽提塔中以便将进一步提浓后的混合C4原料与萃取剂进行分离，分离得到的混合C4原料被输入储罐中或被输入乙酸仲丁酯制备装置的反应系统中；或 从丁烯提浓塔的塔底输出的塔底液相物料的另一部分或第二部分任选地被输入储罐中或被直接输入乙酸仲丁酯制备装置的反应系统中。
3.根据权利要求I或2的方法，其中C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的另一部分或第二部分被输送到乙酸仲丁酯制备装置的反应系统中。
4.根据权利要求I或2或3所述的方法，其特征在于所述的丁烯提浓塔的塔顶压力为O. 35-0. 8MPa、优选为O. 38-0. 75MPa，和/或塔顶温度为40_65°C、优选为45_60°C，和/或，所述丁烯提浓塔的塔底温度为55-78°C、优选为60-75°C，和/或塔底压力为O. 4-0. 9MPa、优选为 O. 45-0. 85MPa。
5.根据权利要求1-4中任何一项的方法，其中所述共沸精馏塔的塔顶气相物料的温度为79 95 °C、优选为80 92 °C，塔顶压力为0-0. 04MPa或O. 0001-0. 04MPa,优选为O.001-0. 035MPa。
6.根据权利要求1-5中任何一项的方法，其中所述精制塔的塔顶气相物料的温度为8(Tl00°C、优选为83 97°C，塔顶压力为0-0. 05MPa或O. 0001-0. 045MPa,优选为O.001-0. 040MPa。
7.根据权利要求1-6中任何一项所述的方法，其特征在于所述丁烯提浓塔的塔底液相物料经过管壳式换热设备换热后的温度为57-80°C，和/或所述共沸精馏塔的塔顶气相物料经过管壳式换热设备换热后的温度为70-85°C，和/或所述精制塔的塔顶气相物料经过管壳式换热设备换热后的温度为75-85°C。
8.根据权利要求1-7中任何一项所述的方法，其特征在于所述管壳式换热设备壳程的液面高度控制为整个壳程的5%-90%，优选10%-80%。
9.根据权利要求1-8中任何一项的方法，其中管壳式换热设备是冷凝蒸发器、优选是立式逆流冷凝蒸发器。
10.根据权利要求9的方法，其中冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器包括管程进口、管程出口以及管壳式换热单元，所述管壳式换热单元包括壳程进口、壳程出口、壳程筒体和多个的换热管，壳程筒体分为上段和下段，上段与下段的筒体竖向长度比为1:10 — 10:1、优选1:9 - 9:1，上段与下段的筒体内径比为1.01:1 - 4. 5:1，优选为1.04:1 — 4. 3:1，壳程进口位于壳程筒体的下段，壳程出口位于壳程筒体的上段。
11.根据权利要求10的方法，其中所述管壳式换热单元的下段壳程筒体的内径为300mm-9000mm,优选为400mm-8000mm ;和/或下段壳程筒体的长度一般是400mm-10000mm,优选为 500mm-9500mm。
12.根据权利要求10或11的方法，其中换热管是翅片式换热管、优选是内翅片换热管。
13.用于C4原料分离与乙酸仲丁酯制备的联合装置，它包括C4原料分离装置和乙酸仲丁酯制备装置；其中C4原料分离装置包括丁烯提浓塔和一个或两个或更多个管壳式换热设备；和其中乙酸仲丁酯制备装置除了包括反应系统之外还包括共沸精馏塔和/或精制塔并且任选地该共沸精馏塔或精制塔具有一个或两个塔顶回流罐，以及该制备装置还包括闪蒸塔或催化精馏塔，其特征在于C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分(或至少一部分)与来自乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料在上述一个或两个或更多个管壳式换热设备中进行热交换。
14.根据权利要求13的联合装置，其中乙酸仲丁酯制备装置所采用的生产工艺流程可以是反应-闪蒸-共沸精馏-精制，或者是催化精馏-共沸精馏-精制的工艺流程，或者是催化精馏-精制的生产工艺流程。
15.根据权利要求13或14的联合装置，其特征在于该联合装置所采用的工艺流程包括将乙酸仲丁酯制备装置的共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料分别通入上述一个或两个或更多个管壳式换热设备的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分(或至少一部分)通入所述一个或两个或更多个管壳式换热设备的壳程，在该管壳式换热设备中进行换热，来自共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料各自在上述管壳式换热设备中被冷凝成液相或气相-液相混合物并返回共沸精馏塔和/或精制塔的各自塔顶回流罐中或返回各自共沸精馏塔和/或精制塔的顶部，来自丁烯提浓塔的塔底液相物料的一部分在上述管壳式换热设备中被气化成气相或气相-液相混合物并循环回到丁烯提浓塔中。
16.根据权利要求13-15中任何一项的联合装置，其中管壳式换热设备是冷凝蒸发器、优选是立式逆流冷凝蒸发器。
17.根据权利要求16的联合装置，其中冷凝蒸发器或立式逆流冷凝蒸发器包括管程进口、管程出口以及管壳式换热单元，所述管壳式换热单元包括壳程进口、壳程出口、壳程筒体和多个的换热管，壳程筒 体分为上段和下段，上段与下段的筒体竖向长度比为1:10 —10: I、优选1:9 - 9:1，上段与下段的筒体内径比为1.01:1 — 4. 5:1，优选为1.04:1 —4.3:1,壳程进口位于壳程筒体的下段,壳程出口位于壳程筒体的上段。
18.根据权利要求17的联合装置，其中所述管壳式换热单元的下段壳程筒体的内径为300mm-9000mm,优选为400mm-8000mm ;和/或下段壳程筒体的长度一般是400mm-10000mm,优选为 500mm-9500mm。
19.根据权利要求17或18的联合装置，其中换热管是翅片式换热管、优选是内翅片换热管。
20.根据权利要求19的联合装置，其特征在于，管壳式换热设备的换热单元内安装有10-1000根的内翅片换热管。
21.根据权利要求20的联合装置，其特征在于，每一根的换热管的内径为15-40mm，和/或翅片高度为2-10mm。
22.根据权利要求20或21的联合装置，其特征在于，内翅片换热管的纵向嵌入一端封闭或两端封闭的内衬管，和/或内衬管的外径为11-30_。
23.根据权利要求17-22中任何一项的联合装置，其特征在于，在冷凝蒸发器的换热管间装有1-20个的折流挡板。
24.根据权利要求22或23的联合装置，其特征在于，内衬管的外径稍大于或等于内翅片换热管内径与翅片高度之差。
全文摘要
本发明涉及利用C4原料分离装置回收乙酸仲丁酯制备装置中的潜热的方法，将共沸精馏塔和/或精制塔塔顶气相物料通入管壳式换热设备，优选筒体下段较细和筒体上段较粗的立式逆流冷凝蒸发器的管程，将C4原料分离装置的丁烯提浓塔的塔底或塔底侧线的液相物料通入管壳式换热设备的壳程，经过换热后，共沸精馏塔和/或精制塔的塔顶气相物料冷凝成液相进入塔顶回流罐，丁烯提浓塔的塔底液相物料气化成气相循环回丁烯提浓塔。该方法将乙酸仲丁酯装置共沸精馏塔塔顶气相与C4原料分离装置丁烯提浓塔塔底液相物料进行换热，两股物料在管壳式换热设备中进行相变，从而使潜热得到充分利用，减少了C4原料分离装置的蒸汽消耗量和共沸精馏塔及精制塔塔顶循环水的消耗量，大大的降低了能耗，节约了成本。
文档编号C07C11/08GK102911045SQ20121039887
公开日2013年2月6日 申请日期2012年10月19日 优先权日2012年10月19日
发明者胡先念, 李华 申请人:胡先念