专利名称：一种氨肟化生产过程中溶剂叔丁醇的回收工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种用于叔丁醇回收工艺，具体地说，是一种采用多效精馏的方式回收氨肟化生产中溶剂叔丁醇的工艺。
背景技术：
为使氨厢化反应在均一地溶液中进行,在反应溶液中引入叔丁醇作溶剂,使反应物、催化剂和反应产品均匀地在反应器中分布。肟化反应液经过滤后，催化剂与肟、水、叔丁醇分离，由于叔丁醇在反应体系中的作用为溶剂，其本身不参与反应，为提高叔丁醇的利用率，对其回收并循环使用。由于叔丁醇与肟、水的沸点、相对挥发度相差较大，可以利用蒸馏塔来分离叔丁醇。目前常规的单塔精馏分离方式存在蒸汽消耗量较大的问题。CN20272420提供了一种三效蒸发回收叔丁醇的工艺，其通过压缩第一级降膜蒸发器的蒸汽使之升温作为第一级的热源，利用二效蒸汽加热三效蒸发器，该工艺能够通过多效蒸发实现叔丁醇的回收，但该工艺需要采用高功率的压缩机对一效蒸汽进行加压，需要消耗大量的电能。为克服以上问题，并降低能耗，采用高 低压塔组合的方式利用多效精馏分离叔丁醇；分离过程中高压塔和低压塔的操作压力决定了多效分离性能的优劣，若高压塔压力过高，会使高压塔塔釜温度增高，而对塔底产品性能产生不良影响，若高压塔压力过低，会使塔顶气体温度过低，造成低压塔压力过低，并将会增加真空压缩成本，或引起其他操作问题，而无法实现多效精馏。
发明内容
本发明的目的在于提供一种用于氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺；以降低蒸汽与冷却水消耗，使能量充分利用，降低装置运行成本，特别适用于处理量大的叔丁醇回收。本工艺流程由精馏塔、再沸器、冷却系统、回流系统、压缩系统、闪蒸罐和泵组成。本发明的技术方案是:用多个精馏塔组合为一个精馏系统，并配置相应再沸器、冷却系统、回流系统和压缩系统，采用两效或多效精馏回收来自反应器的反应液中氨和叔丁醇；通过设定各效精馏塔不同的操作压力，将一效精馏塔顶气相作为二效精馏塔再沸器的热源，以利用前一效气相冷凝热能，其中一效的操作压力为0.08 0.6MPa(绝压)，最后一效的操作压力为0.001 0.1Mpa (绝压)；其中一效塔顶温度为60 140°C，前一效塔顶温度高于后一效塔釜温度10 40°C ;各塔顶气相经冷却系统冷凝后，控制排出温度为10 80°C，冷凝液进入回流系统，经泵提压后一部分冷凝液送至精馏塔进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，冷却系统的不凝气送入压缩系统压缩后送出精馏系统。下面将两效精馏和三效精馏精馏的工艺作进一步说明:
1、采用两效并联精馏流程如图1所示、其工艺是:来自反应器的反应液进入闪蒸罐I闪蒸后，液相经泵2送入预热器3预热后按照一定的比例分成两股分别进入一效精馏塔4和二效精馏塔6的中部，经一效、二效精馏塔进行分离，塔釜液相均达到分离要求；
一效精馏塔4由再沸器5提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，一效精馏塔4塔顶的气相排至二效精馏塔6的再沸器7冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器7冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器7冷凝侧的未冷凝气相排至冷却系统；精馏塔4的塔釜物料温度较高，由泵8送至换热器3预热精馏塔进料后送出精馏系统，来自精馏塔6的塔釜物料由泵9送出精懼系统；
来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中经换热冷却至10 60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵13提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。2、采用两效逆流串联精馏流程如图2所示，其工艺是:两效逆流串联精馏工艺是:来自反应器的反应液进入闪蒸罐I闪蒸后，液相经泵2送入预热器3预热后进入二效精馏塔6中部，该塔由再沸器7提供热量，热源为一效精馏塔4塔顶气相，反应液在二效精馏塔6内进行初步分离后，精馏塔6塔顶气相排至冷却系统；精馏塔6塔釜物料由泵9后送入一效精馏塔4中部，在一效精馏塔4塔内再进行分离，一效精馏塔4由再沸器5提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，精馏塔4塔顶气相排至二效精馏塔6的再沸器7冷凝侧，作为二效精馏的热源，自再沸器7冷凝侧的液相进入回流系统，自再沸器7冷凝侧的未冷凝气相排至冷却系统；精馏塔6塔釜为组成合格且温度较高的物料，由泵8送至换热器3预热精馏塔进料后送出精懼系统。来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中经换热冷却至10 60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵13提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。
3、采用两效顺流串联精馏流程如图3所示，其工艺是:自反应器来的反应液进入闪蒸罐I闪蒸后，液相经泵2提压后进入一效精馏塔4的中部，该塔由再沸器5提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，气相自塔顶排至二效精馏塔6再沸器7冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器7冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器7冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；经初步分离的一效精馏塔4塔釜物料在流量的控制下进入二效精馏塔6的中部进行精馏分离，二效精馏塔6塔釜为组成合格的物料由泵9送出精馏系统；
来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中经换热冷却至10 60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵13提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。4、采用三效串联精馏流程如图4所示，其工艺是:自反应器来的反应液进入闪蒸罐I闪蒸后，液相经泵2提压后进入一效精馏塔4中部，该塔由再沸器5提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，气相自塔顶排至二效精馏塔6再沸器7冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器7冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器7冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；经初步分离的一效精馏塔4塔釜物料在流量的控制下进入二效精馏塔6的中部，经二效精馏塔6分离后，二效精馏塔6塔顶气相和闪蒸罐I的气相排至三效精馏塔10再沸器11冷凝侧，作为三效精馏10的热源，再沸器11冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器11冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；二效精馏塔6塔釜物料在流量的控制下由泵9送入三效精馏塔10中部，经三效精馏塔10分离后，三效精馏塔10塔釜为组成合格的物料由泵12送出精馏系统，塔顶气相进入冷却系统；
来自三效精馏塔10塔顶、再沸器7冷凝侧和再沸器11冷凝侧的气相在冷却系统中经换热冷却至10-60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵13提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4、二效精馏塔6和三效精馏塔10的塔顶进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，来自冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。本发明的叔丁醇回收工艺流程所耗蒸汽仅为单塔精馏时的45 65%。
图1为两效并联精馏流程 图2为两效逆流串联精馏流程 图3为两效顺流串联精馏流程 图4为三效串联精馏流程图。图中:1、闪蒸罐 ，2、进料泵，3、进料预热器，4、一效精馏塔，5、一效再沸器，6、二效精馏塔，7、二效再沸器，8、一效塔釜出料泵，9、二效塔釜出料泵，10、三效精馏塔，11、三效再沸器，12、三效塔釜出料泵，13、回流泵。
具体实施方案为了让本工艺流程的上述特征和优点能更明显易懂，下文特举实施例，并配合附图，做详细说明如下，但本工艺流程并不限于此。实施例1:
叔丁醇精馏塔两效并联精馏工艺流程，如图1所示，来自反应器的反应液进入闪蒸罐I进行绝热闪蒸，闪蒸罐的操作压力为常压，闪蒸后的气相进入冷却系统，液相经进料泵2提压后进入进料预热器3，经预热后的物料温度为84°C，在流量的控制下按比例量分别送入一效精馏塔4与二效精馏塔6的中部，一效精馏塔4的操作压力为0.3MPa (绝压)，塔顶温度为107°C，塔釜温度为137°C，塔釜再沸器5采用低压蒸汽加热，部分反应液在再沸器中气化，在塔内发生分离，达到分离要求的塔釜物料经一效塔釜出料泵8送入进料预热器3预热进料后送出精馏单元，一效精馏塔4塔顶的气相排至二效精馏塔6的再沸器7的冷凝侧，大部分的气相在再沸器7冷凝侧冷凝，液相进入回流系统，气相进入冷却系统；二效精馏塔6的操作压力为0.035MPa (绝压)，塔顶温度为54°C，塔釜温度为77°C，反应液经再沸器7加热气化后，在塔内实现分离，达到分离要求的塔釜物料经二效塔釜出料泵9送出精馏单元，塔顶气相进入冷却系统。来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中首先被冷却至40°C，大部分的气相发生冷凝，冷凝液流入回流系统，未凝气在冷却系统中继续冷却至20°C，凝液流入回流系统，不凝气进入压缩系统，经压缩系统加压到0.4MPa (绝压)后送出精懼单元。来自回流系统的回流液主要组成为叔丁醇、氨和水，在经回流泵13提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统。本叔丁醇回收工艺流程所消耗的蒸汽仅为单塔精馏时的60%左右。实施例2:
叔丁醇精馏塔两效逆流串联精馏工艺流程，如图2所示，来自反应器的反应液进入闪蒸罐I进行绝热闪蒸，闪蒸罐的操作压力为常压，闪蒸后的气相进入冷却系统，液相经进料泵2提压后进入进料预热器3，经过预热后的物料温度为82°C，进入二效精馏塔6中部，塔内操作压力为0.045MPa (绝压)，塔顶温度为57°C，塔釜温度为67°C，塔釜再沸器7采用一效蒸汽加热，反应液在再沸器内气化，在塔内精馏分离，经初步分离，气体由塔顶进入冷却系统，经初步分离的反应液在流量的控制下由二效塔釜出料泵9送入一效精馏塔4中部，塔内操作压力为0.14MPa (绝压)，塔顶温度为89°C，塔釜温度为112°C，釜再沸器7采用低压蒸汽加热，反应液在再沸器内气化，在一效精馏塔4内分离，达到分离要求的一效精馏塔4塔釜物料经一效塔釜出料泵8送入进料预热器3预热进料后送出精馏单元，气相由塔顶排至二效精馏塔6的再沸器7的冷凝侧，大部分的气相在再沸器7冷凝侧冷凝，液相进入回流系统，气相进入冷却系统；
来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中首先被冷却至40°C，大部分的气相发生冷凝，冷凝液流入回流系统，未凝气在冷却系统中继续冷却至20°C，凝液流入回流系统，不凝气进入压缩系统，经压缩系统加压到0.4MPa (绝压)后送出精懼单元。来自回流系统的回流液主要组成为叔丁醇、氨和水，在经回流泵13提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统。本叔丁醇回收 工艺流程所消耗的蒸汽仅为单塔精馏时的60%左右。实施例3:
叔丁醇精馏塔两效顺流串联精馏工艺流程，如图3所示，来自反应器的反应液进入闪蒸罐I进行绝热闪蒸，闪蒸罐的操作压力为常压，闪蒸后的气相进入冷却系统，液相经进料泵2提压后进入一效精馏塔4中部，塔内操作压力为0.25MPa (绝压)，塔顶温度为85°C，塔釜温度为110°C，塔釜再沸器5采用低压蒸汽加热，反应液在再沸器内气化，在塔内精馏分离，一效精馏塔4塔顶气相排至二效精馏塔6的塔釜再沸器7的冷凝侧，大部分的气相在再沸器7冷凝侧冷凝，液相进入回流系统，气相进入冷却系统；经初步分离的反应液在流量的控制下进入二效精馏塔6中部，塔内操作压力为0.03MPa (绝压)，塔顶温度为53°C，塔釜温度为75°C，应液在再沸器内气化，在二效精馏塔6内分离，达到分离要求的塔釜物料经二效塔釜出料泵9送出精馏单元，气相由塔顶进入冷却系统。来自二效精馏塔6塔顶、再沸器7冷凝侧和闪蒸罐I的气相在冷却系统中首先被冷却至40°C，大部分的气相发生冷凝，冷凝液流入回流系统，未凝气在冷却系统中继续冷却至20°C，凝液流入回流系统，不凝气进入压缩系统，经压缩系统加压到0.4MPa (绝压)后送出精懼单元。来自回流系统的回流液主要组成为叔丁醇、氨和水，在经回流泵13提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔4和二效精馏塔6的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统。本叔丁醇回收工艺流程所消耗的蒸汽仅为单塔精馏时的60%左右。实施例4:
叔丁醇精馏塔三效串联精馏工艺流程，如图4所示，来自反应器的反应液进入闪蒸罐I进行绝热闪蒸，闪蒸罐的操作压力为常压，闪蒸后的液相经进料泵2提压后进入一效精馏塔4中部，塔内操作压力为0.25MPa (绝压)，塔顶温度为96°C，塔釜温度为108°C，塔釜再沸器5采用低压蒸汽加热，反应液在再沸器内气化，在塔内精馏分离，气相由塔顶进入二效精馏塔6的塔釜再沸器7的冷凝侧，大部分的气相在再沸器7冷凝侧冷凝，液相进入回流系统，气相进入冷却系统；经初步分离的反应液在流量的控制下进入二效精馏塔6中部，塔内操作压力为0.06MPa (绝压)，塔顶温度为66°C，塔釜温度为73°C，经再次精馏分离，塔顶气相和来自闪蒸罐的气相混合后进入三效精馏塔10的塔釜再沸器11的冷凝侧，大部分的气相在再沸器11冷凝侧冷 凝，液相进入回流系统，气相进入冷却系统；二效精馏塔6塔釜液相在流量的控制下经泵9进入三效精馏塔10中部，塔内操作压力为0.0lMPa (绝压)，塔顶温度为33°C，塔釜温度为48°C，经精馏分离，达到分离要求的塔釜物料经三效塔釜出料泵12送出精馏单元，气相由塔顶进入冷却系统。来自三效精馏塔10塔顶、再沸器11冷凝侧和二效再沸器7冷凝侧的气相在冷却系统中首先被冷却至40°C，大部分的气相发生冷凝，冷凝液流入回流系统，未凝气在冷却系统中继续冷却至20°C，凝液流入回流系统，不凝气进入压缩系统，经压缩系统加压到
0.4MPa(绝压)后送出精懼单元。来自回流系统的回流液主要组成为叔丁醇、氨和水，在经回流泵13提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔、二效精馏塔和三效精馏塔的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统。本叔丁醇回收工艺流程所消耗的蒸汽仅为单塔精馏时的50%左右。
权利要求
1.一种氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:用多个精馏塔组合为一个精馏系统，并配置相应的再沸器、冷却系统、回流系统和压缩系统，采用两效或多效精馏回收来自反应器的反应液中氨和叔丁醇；通过设定各效精馏塔不同的操作压力，将前一效精馏塔顶气相作为后一效精馏塔再沸器的热源，以利用前一效气相冷凝热能，其中一效的操作压力为0.08 0.6MPa(绝压)，最后一效的操作压力为0.0OlMPa 0.1Mpa(绝压);其中一效塔顶温度为60 140°C，前一效塔顶温度高于后一效塔釜温度10 40°C;各塔顶气相经冷却系统冷凝，控制排出温度为10-80°C，冷凝液进入回流系统，经泵提压后一部分冷凝液送至精馏塔进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，冷却系统的不凝气送入压缩系统压缩后送出精懼系统。
2.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:两效并联精馏工艺是:来自反应器的反应液进入闪蒸罐(I)闪蒸后，液相经泵(2)送入预热器(3)预热后按一定的比例分成两股分别进入一效精馏塔(4)和二效精馏塔(6)的中部，经一效、二效精馏塔进行分离，塔釜液相均达到分离要求；一效精馏塔(4)由再沸器(5)提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，一效精馏塔(4)塔顶的气相排至二效精馏塔￠)的再沸器(7)冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器(7)冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器(7)冷凝侧的未冷凝气相排至冷却系统；精馏塔(4)的塔釜物料温度较高，由泵(8)送至换热器(3)预热精馏塔进料后送出精馏系统，精馏塔(6)的塔釜物料由泵(9)送出精馏系统；来自二效精馏塔(6)塔顶、再沸器(7)冷凝侧和闪蒸罐(I)的气相在冷却系统中经换热冷却至10-60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵(13)提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔(4)和二效精馏塔(6)的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。
3.根据权利要求1所述的氨肟生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:两效逆流串联精馏工艺是:来自反应器的反应液进入闪蒸罐(I)闪蒸后，液相经泵(2)送入预热器(3)预热后进入二效精馏塔(6)中部，该塔由再沸器(7)提供热量，热源为一效精馏塔(4)塔顶气相，反应液在二效精馏塔￠)内进行初步分离后，精馏塔(6)塔顶气相排至冷却系统；精馏塔(6)塔釜物料由泵(9)后送入一效精馏塔(4)中部，在一效精馏塔(4)塔内再进行分离，一效精馏塔(4)由 再沸器(5)提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，精馏塔(4)塔顶气相排至二效精馏塔(6)的再沸器(7)冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器(7)冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器(7)冷凝侧的未冷凝气相排至冷却系统；精馏塔(6)塔釜为组成合格且温度较高的物料，由泵(8)送至换热器(3)预热精馏塔进料后送出精馏系统；来自二效精馏塔(6)塔顶、再沸器(7)冷凝侧和闪蒸罐(I)的气相在冷却系统中经换热冷却至10-60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵(13)提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔(4)和二效精馏塔￠)的塔顶进行回流，其余的冷凝液则送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。
4.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:两效顺流串联精馏工艺是:来自反应器的反应液进入闪蒸罐(I)闪蒸后，液相经泵(2)提压后进入一效精馏塔(4)的中部，该塔由再沸器(5)提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，气相自塔顶排至二效精馏塔(6)再沸器(7)冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器(7)冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器(7)冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；经初步分离的一效精馏塔(4)塔釜物料在流量的控制下进入二效精馏塔(6)中部进行分离，二效精馏塔(6)塔釜为组成合格的物料，由泵(9)送出精馏系统； 来自二效精馏塔(6)塔顶、再沸器(7)冷凝侧和闪蒸罐⑴的气相在冷却系统中经换热冷却至10-60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵(13)提压，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔(4)和二效精馏塔￠)的塔顶进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精馏系统。
5.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:三效串联精馏工艺是:自反应器来的反应液进入闪蒸罐(I)闪蒸后，液相经泵(2)提压后进入一效精馏塔(4)中部，该塔由再沸器(5)提供热量，其热源为蒸汽或其他热媒，气相自塔顶排至二效精馏塔(6)再沸器(7)冷凝侧，作为二效精馏的热源，再沸器(7)冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器(7)冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；经初步分离的一效精馏塔(4)塔釜物料在流量的控制下进入二效精馏塔(6)的中部，经二效精馏塔(6)分离后，二效精馏塔(6)塔顶气相和闪蒸罐(I)的气相排至三效精馏塔(10)再沸器(11)冷凝侧，作为三效精馏(10)的热源，再沸器(11)冷凝侧的液相进入回流系统，再沸器(11)冷凝侧的未冷凝气相则排至冷却系统；二效精馏塔(6)塔釜物料在流量的控制下由泵(9)送入三效精馏塔(10)中部，经三效精馏塔(10)分离后，三效精馏塔(10)塔釜为组成合格的物料由泵(12)送出精馏系统，塔顶气相进入冷却系统； 来自三效精馏塔(10)塔顶、再沸器(7)冷凝侧和再沸器(11)冷凝侧的气相在冷却系统中经换热冷却至10_60°C，冷凝液进入回流系统，回流系统中液体物料经泵(13)提压后，一部分冷凝液按比例分别送至一效精馏塔(4)、二效精馏塔(6)和三效精馏塔(10)的塔顶进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，来自冷却系统的不凝气经压缩系统压缩后送出精懼系统。
6.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:所述精馏塔塔釜再沸器可以是热虹吸再沸器、降膜式再沸器、釜式再沸器等各类再沸器，优选降膜式再沸器。
7.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:所述回流系统主要由回流罐、回流泵和流量控制组成，精馏系统内的各塔可以共用一套或分别设置回流系统。
8.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:所述的压缩系统可以通过液环真空泵、真空喷射泵中的一种或多种组合产生真空与提压；所述的压缩系统出口压力范围为0.02^0.7MPa(绝压)，其中优选出口压力范围为0.2^0.5MPa(绝压)。
9.根据权利要求1所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:反应液先经闪蒸后进行精馏，闪蒸罐的控制压力0.0r0.16MPa(绝压)，其中优选闪蒸压力为0.06 0.13MPa (绝压)。
10.根据权利要求2所述的氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，其特征在于:所述的分流比例为(二效:一效)1:1-2，其中优选比例为1:1。
全文摘要
本发明公开了一种氨肟化生产过程中叔丁醇回收工艺，用多个精馏塔组合为一个精馏系统，并配置相应的再沸器、冷却系统、回流系统和压缩系统，采用两效或多效精馏回收来自反应器的反应液中氨和叔丁醇；通过设定各效精馏塔不同的操作压力，将前一效精馏塔顶气相作为后一效精馏塔再沸器的热源，以利用前一效气相冷凝热能，其中一效的操作压力为0.08～0.6MPa(绝压)，最后一效的操作压力为0.001～0.1Mpa(绝压)；其中一效塔顶温度为60～140℃，前一效塔顶温度高于后一效塔釜温度10～40℃；各塔顶气相经冷却系统冷凝，控制排出温度为10-80℃，冷凝液进入回流系统，经泵提压后一部分冷凝液送至精馏塔进行回流，其余的冷凝液送出精馏系统，冷却系统的不凝气送入压缩系统压缩后送出精馏系统。本发明的叔丁醇回收工艺流程所耗蒸汽仅为单塔精馏时的45-65%。
文档编号C07C29/80GK103214346SQ20131012541
公开日2013年7月24日 申请日期2013年4月12日 优先权日2013年4月12日
发明者蒋东海, 罗建国, 方军, 邵寒梅 申请人:湖南百利工程科技股份有限公司