专利名称：醋酸脱水塔精馏方法
技术领域：
本发明涉及一种醋酸脱水塔精馏方法。
背景技术：
在对二甲苯氧化生产对苯二甲酸的过程中，通常使用醋酸作为有机溶剂。氧化过程中生成的大量水稀释了醋酸溶剂，而反应需要合适浓度的醋酸溶剂。为了保证溶剂中醋酸的浓度，通常使用醋酸脱水塔分离出溶剂中多余的水。随着生产规模的扩大，醋酸脱水塔的操作费用日益高涨。常规的直接精馏脱水由于在醋酸低浓度时相对挥发度较小的缘故，通常采用增加塔板数以及增大回流比的方法降低塔顶出料中醋酸的浓度，导致能耗指标高的同时还使装置投资成本上升。工程上出于经济性考虑，一般塔顶醋酸浓度要求低于0. 8重量％，塔顶出料作为废水排出。文献GB1576787公开了采用共沸精馏的方法分离醋酸和水。此方法采用两塔串联，第一个塔以醋酸酯类为共沸剂，塔顶出料为醋酸的水溶液，其中醋酸浓度小于0. 1重量％，醋酸酯类约为5重量％，水溶液还含有少量副产物醋酸甲酯。第二个塔回收水中的醋酸酯类共沸剂，返回一塔。应用此方法的蒸汽消耗一般是简单精馏的60%。塔顶浓度可以控制在0.1重量％。此方法较简单精馏大幅降低了能耗，也回收了更多的醋酸。但是二塔回收后的废水中仍会含有微量醋酸酯类，而醋酸酯类的价格较高，因此共沸剂消耗抵消了醋酸消耗；且醋酸酯类为易燃介质，工程应用时，也需要增加安全设施的费用。总之，现有技术中存在醋酸脱水过程能耗高的问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在醋酸脱水过程能耗高的问题，提供一种新的醋酸脱水塔精馏方法。该方法具有能耗低的特点。为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下一种醋酸脱水塔精馏方法，包括以下步骤a)醋酸水溶液1从中部进入醋酸脱水塔2，经精馏分离后，塔顶得到气相物流3，塔釜得到液相物流7 ；物流3经冷凝器4换热冷凝后，分为物流5和物流6，物流5作为塔顶产品出料进入后续流程，物流6返回醋酸脱水塔2顶部；物流7经再沸器8换热后，分为物流 9和物流10，物流9返回醋酸脱水塔2底部，物流10作为塔釜产品出料进入后续流程；b)换热介质水在冷凝器4与气相物流3换热后汽化为水蒸汽，水蒸汽进入压缩机 11压缩升温，升温后的水蒸汽进入再沸器8与塔釜液相物流7换热；在再沸器8中换热后的水蒸汽进入节流减压设备12减压后，回流至冷凝器4再次与塔顶气相物流3换热。上述技术方案中，醋酸脱水塔2的操作条件塔板数优选范围为60 120块，更选范围为80 100块；塔釜温度优选范围为105 160°C，更优选范围为110 150°C ；塔顶温度优选范围为100 135°C，更优选范围为100 125°C ；操作压力优选范围为0. 1 0. 4MPa,更优选范围为0. 1 0. 25MPa ；物流6与物流5的重量比优选范围为0. 5 10，更优选范围为2 4 ；物流9与物流10的重量比优选范围为1 17，更优选范围为4 9。冷凝器4的操作条件管程操作压力优选范围为0. 1 0. 4MPa,更优选范围为0. 1 0. 25MPa ； 操作温度优选范围为100 135°C，更优选范围100 125°C。壳程操作压力优选范围为 0. 1 0. 3MPa,更优选范围为0. 1 0. 25MPa ；操作温度优选范围为100 125°C，更优选范围为100 120°C。再沸器8的操作条件管程操作压力优选范围为0. 1 0. 4MPa，更优选范围为0. 1 0. 25MPa ；操作温度优选范围为105 160°C，更优选范围为110 150°C。 壳程操作压力优选范围为0. 15 0. 8MPa，更优选范围操作为0. 25 0. 7MPa ；温度优选范围为110 400°C，更优选范围为130 400°C。以重量百分比计，醋酸水溶液1中醋酸的含量为20 80%，水的含量为20 80%。换热介质水优选方案为走冷凝器4和再沸器8 的壳程，物流3优选方案为走冷凝器4的管程，物流7优选方案为走再沸器8的管程。本发明方法中，换热介质水在冷凝器4与气相物流3换热后，得到的水蒸汽的温度优选范围为100 125°C，压力优选范围为0. 1 0. 3MPa。水蒸汽经压缩机压缩升温后，温度优选范围为110 400°C，压力优选范围为0. 15 O.SMPa。升温后的水蒸汽进入再沸器 8给塔釜液相物流7加热后，温度优选范围为110 180°C，压力优选范围为0. 1 0. SMPa0 在再沸器8中换热后的水蒸汽进入节流减压设备12减压后，温度优选范围为100 125°C， 压力优选范围为0. 1 0. 3MPa。本发明方法在醋酸常规精馏脱水塔生产装置的基础上，通过对醋酸脱水塔进行加压操作，并增设一套闭式热泵循环系统，以水作为换热介质，从较低温位的塔顶冷凝器取热，经压缩机压缩后提高能量品位，用于塔釜再沸器供热，达到了节能降耗的目的。与常规直接精馏脱水工艺流程相比，采用本发明方法，能耗下降50 80%，与常规共沸精馏脱水工艺流程相比，采用本发明方法，能耗下降10 40%，取得了较好的技术效果。
图1为本发明工艺流程示意图。图1中，1为醋酸水溶液进料，2为醋酸脱水塔，3为塔顶气相出料，4为塔顶冷凝器，5为塔顶产品出料，6为塔顶回流流股，7为塔底液相出料，8为再沸器，9为塔底回流流股，10为浓醋酸产品出料，11为压缩机，12为节流减压设备。图1中，对于工艺物料流程，原料稀醋酸水溶液1从中部进入醋酸脱水塔2，经常规简单精馏分离后，塔顶得到气相物流3，塔釜得到液相物流7。物流3经冷凝器4换热冷凝后，分为物流5和物流6。物流5为醋酸含量< 1重量％的水溶液，它作为塔顶产品出料进入后续流程。物流6返回醋酸脱水塔2顶部。物流7经再沸器8换热后，分为物流9和物流10。物流9返回醋酸脱水塔2底部。物流10为醋酸含量为90 95重量％的醋酸水溶液，它作为塔釜产品出料进入后续流程。对于热泵循环流程，以水作为换热介质。换热介质水在冷凝器4与气相物流3换热后汽化为水蒸汽，水蒸汽进入压缩机11压缩升温，升温后的水蒸汽进入再沸器8与塔釜液相物流7换热；在再沸器8中换热后的水蒸汽进入节流减压设备(如孔板、阀门)12减压后，回流至冷凝器4再次与塔顶气相物流3换热。即醋酸脱水塔塔顶出料冷凝释放的热量通过闭式热泵流程中的换热介质吸收，换热介质吸收塔顶出料的能量后经过压缩机压缩后温度升高，用于塔再沸器与塔底出料换热。下面通过实施例对本发明作进一步阐述。
具体实施例方式对比例1稀醋酸水溶液采用常规精馏的方式进行脱水，无热泵循环流程。进料稀醋酸水溶液中醋酸浓度为38质量％，醋酸脱水塔塔底出料中醋酸浓度大于94质量％，塔顶出料中醋酸浓度小于0. 1质量％。醋酸脱水塔的操作条件为塔板数为89块，塔釜温度为131°C，塔顶温度为 99. 5°C，塔顶操作压力为0. llMPa，塔釜操作压力为0. 19MPa，塔顶冷凝器回流比为3. 2，塔釜再沸器回流比为6. 3。冷凝器4的操作条件为管程操作压力为0. llMPa，操作温度为99. 5°C ；壳程操作压力0. 55MPa，入口温度33°C，出口温度43°C。再沸器8的操作条件为管程操作压力为0. 19MPa，操作温度为131°C;壳程操作压力为0. 4MPa，操作温度为143°C。能量消耗情况见表1。对比例2稀醋酸水溶液采用共沸精馏的方式进行脱水，无热泵循环流程。进料稀醋酸水溶液中醋酸浓度为38质量％，醋酸脱水塔塔底出料中醋酸浓度大于94质量％，塔顶出料为醋酸的水溶液，其中醋酸浓度小于0. 1重量％，共沸剂醋酸正丁酯为5重量％。醋酸精馏塔的操作条件为塔板数为60块，塔釜温度为118°C，塔顶温度为92°C， 塔顶操作压力为0. IMPa，塔釜操作压力为0. llMPa，塔顶冷凝器回流比为3，塔釜再沸器回流比为6. 2。冷凝器4的操作条件为管程操作压力为0. IMPa，操作温度为92°C;壳程操作压力 0. 55MPa，入口 温度 33 °C，出口温度 43 °C。再沸器8的操作条件为管程操作压力为0. llMPa，操作温度为118°C;壳程操作压力为0. 4MPa，操作温度为143°C。能量消耗情况见表1。实施例1采用图1所示流程，醋酸水溶液1(其中醋酸浓度为38质量％)从中部进入醋酸脱水塔2，经精馏分离后，塔顶得到气相物流3，塔釜得到液相物流7 ；物流3经冷凝器4换热冷凝后，分为物流5和物流6，物流5作为塔顶产品出料进入后续流程，物流6返回醋酸脱水塔2顶部；物流7经再沸器8换热后，分为物流9和物流10，物流9返回2底部，物流10 作为塔釜产品出料进入后续流程。醋酸脱水塔塔底出料中醋酸浓度大于94质量％，塔顶出料中醋酸浓度小于0. 1质量％。换热介质水在冷凝器4与气相物流3换热后汽化为水蒸汽，水蒸汽进入压缩机11 压缩升温，升温后的水蒸汽进入再沸器8与塔釜液相物流7换热；在再沸器8中换热后的水蒸汽进入阀门12减压后，回流至冷凝器4再次与塔顶气相物流3换热。其中，醋酸醋酸脱水塔2的操作条件塔板数为89块，塔釜温度为139°C，塔顶温
5度为111°C，塔顶操作压力为0. 16MPa，塔釜操作压力为0. 24MPa，物流6与物流5的重量比为3. 4，物流9与物流10的重量比为6. 5。冷凝器4的操作条件为管程操作压力为0. 16MPa，操作温度为111°C;壳程操作压力0. IMPa，操作温度为100°C。再沸器8的操作条件为管程操作压力为0. 24MPa，操作温度为139°C;壳程操作压力为0. 6MPa，入口温度363°C，出口温度159°C。能量消耗情况见表1。从表1可以看出，与常规稀醋酸直接精馏脱水工艺相比，每生产1吨浓醋酸-水溶液，本发明方法能够节约能耗64. 4% ；与共沸精馏能耗相比，每生产1吨浓醋酸-水溶液， 本发明方法能够节约能耗16. 8%。此外，共沸精馏还会有共沸剂的消耗。实施例2同实施例1，只是脱水塔2的操作条件塔板数为89块，塔釜温度为142°C，塔顶温度为120°C，塔顶操作压力为0. 21MPa，塔釜操作压力为0. ^MPa,物流6与物流5的重量比为3. 6，物流9与物流10的重量比为6. 8。冷凝器4的操作条件为管程操作压力为0. 21MPa，操作温度为120°C;壳程操作压力0. IMPa，操作温度为100°C。再沸器8的操作条件为管程操作压力为0. ^MPa,操作温度为142°C;壳程操作压力为0. 6MPa，入口温度363°C，出口温度159°C。能量消耗情况见表1。表 权利要求
1.一种醋酸脱水塔精馏方法，包括以下步骤a)醋酸水溶液(1)从中部进入醋酸脱水塔O)，经精馏分离后，塔顶得到气相物流(3)， 塔釜得到液相物流(7)；物流C3)经冷凝器(4)换热冷凝后，分为物流( 和物流(6)，物流 (5)作为塔顶产品出料进入后续流程，物流(6)返回醋酸脱水塔( 顶部；物流(7)经再沸器⑶换热后，分为物流(9)和物流(10)，物流(9)返回醋酸脱水塔(2)底部，物流(10)作为塔釜产品出料进入后续流程；b)换热介质水在冷凝器(4)与气相物流( 换热后汽化为水蒸汽，水蒸汽进入压缩机 (11)压缩升温，升温后的水蒸汽进入再沸器(8)与塔釜液相物流(7)换热；在再沸器(8) 中换热后的水蒸汽通过节流减压设备(1 减压后，回流至冷凝器(4)再次与塔顶气相物流 (3)换热。
2.根据权利要求1所述的醋酸脱水塔精馏方法，其特征在于醋酸脱水塔O)的操作条件塔板数为60 120块，塔釜温度为105 160°C，塔顶温度为100 135°C，操作压力为 0. 1 0. 4MPa，物流(6)与物流(5)的重量比为0. 5 10，物流(9)与物流(10)的重量比为1 17 ；冷凝器⑷的操作条件管程操作压力为0. 1 0. 4MPa，操作温度为100 135°C ；壳程操作压力0. 1 0. 3MPa，操作温度为100 125°C ；再沸器(8)的操作条件管程操作压力为0. 1 0. 4MPa，操作温度为105 160°C ；壳程操作压力为0. 15 0. 8MPa，操作温度为110 400°C。
3.根据权利要求2所述的醋酸脱水塔精馏方法，其特征在于醋酸脱水塔O)的操作条件塔板数为80 100块，塔釜温度为110 150°C，塔顶温度为100 125°C，操作压力为 0. 1 0. 25MPa，物流(6)与物流(5)的重量比为2 4，物流(9)与物流(10)的重量比为 4 9 ；冷凝器⑷的操作条件管程操作压力为0. 1 0. 25MPa，操作温度为100 125°C;壳程操作压力0. 1 0. 25MPa，操作温度为100 120°C ；再沸器(8)的操作条件管程操作压力为0. 1 0. 25MPa，操作温度为110 150°C;壳程操作压力为0. 25 0. 7MPa，操作温度为130 400°C。
4.根据权利要求1所述的醋酸脱水塔精馏方法，其特征在于以重量百分比计，醋酸水溶液(1)中醋酸的含量为20 80%，水的含量为20 80%。
5.根据权利要求1所述的醋酸脱水塔精馏方法，其特征在于换热介质水走冷凝器和再沸器⑶的壳程，物流⑶走冷凝器⑷的管程，物流(7)走再沸器⑶的管程。
6.根据权利要求1所述的醋酸脱水塔精馏方法，其特征在于节流减压设备选自孔板或阀门。
全文摘要
本发明涉及一种醋酸脱水塔精馏方法，主要解决现有技术中醋酸脱水过程能耗高的问题。本发明通过采用醋酸脱水塔采用加压的方式进行精馏脱水，热泵循环中采用水作为换热介质，醋酸脱水塔塔顶出料冷凝释放的热量通过闭式热泵流程中的换热介质吸收，换热介质吸收塔顶出料的能量后经过压缩机压缩后温度升高，用于塔釜再沸器与塔底出料换热的技术方案较好地解决了该问题，可应用于分离醋酸和水的工业生产中。
文档编号B01D3/14GK102451573SQ201010530479
公开日2012年5月16日 申请日期2010年11月3日 优先权日2010年11月3日
发明者何勤伟, 张艺, 徐越颖, 曾颖群, 李真泽, 陈迎 申请人:中国石化集团上海工程有限公司, 中国石油化工股份有限公司