一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺的制作方法

本发明涉及甲基异丁基酮的生产工艺领域，特别涉及一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺。

背景技术：

甲基异丁基酮(mibk)和二异丁基酮(dibk)均是重要的、性能优良的中沸点高级有机溶剂和化工中间体，广泛应用于涂料、油墨、环氧树脂、粘合剂、硝化棉、乙基纤维等纤维型涂料和树脂型涂料等行业。

现有典型的代表工艺为丙酮三步法和丙酮一步法。其中丙酮一步法如附图8所示，丙酮与氢气输送至反应器内，并在催化剂作用下进行反应，反应器采出液相为混合物流；混合物流进入脱轻组分塔脱除混合物流中的轻组分；脱轻组分塔塔底采出液相送往丙酮分离塔并在丙酮分离塔内脱除混合物流中的丙酮；丙酮分离塔塔底采出液相经相分离器分离，所得油相送往共沸脱醇塔；所得油相在共沸脱醇塔内共沸精馏，共沸脱醇塔塔顶采出富含水与异丙醇的物流，共沸脱醇塔塔底采出液相为产物物流；产物物流送往mibk提纯塔进行分离，塔顶采出产品mibk，塔底采出液相送往dibk提纯塔；dibk提纯塔塔侧线采出产品dibk，dibk提纯塔塔底采出重组分冷却后打入燃料油储罐。

丙酮与氢气在反应器中发生一步进行缩合、脱水，混合物流中包括目标产物mibk、目标产物dibk、副反应产物异丙醇以及大量的水等，在获取产品mibk和产品dibk需要对其他组分进行分离。其中共沸脱醇塔中利用共沸精馏以脱除异丙醇以及与溶入所得油相内的水。但由于异丙醇与水形成共沸体系的同时，目标产物mibk与水同样可形成共沸体系，故考虑到产品产率避免目标产物mibk大量损伤以及实际操作时水的脱离难度，从共沸脱醇塔塔底采出液相中仍然夹带有部分的水，该部分水进入mibk提纯塔后，在mibk提纯塔汽化，从塔顶冷凝器采出，增大了mibk提纯塔能耗。

技术实现要素：

针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，减少mibk提纯塔塔底再沸器和mibk提纯塔塔顶冷凝器耗能。

本发明的上述技术目的是通过以下技术方案得以实现的：

一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，其包括如下步骤，

s1：丙酮与氢气输送至反应器内，并在催化剂作用下进行反应，反应器内温度控制为90-120℃，反应压力为2.72-3.13mpa，反应器气相采出输送至氢气循环工序，反应器采出液相为混合物流，混合物流进入脱轻组分塔；

s2：混合物流在脱轻组分塔内脱除混合物流中的轻组分，脱轻组分塔操作温度为78-92℃，操作表压为0.15-0.17mpa，脱轻组分塔塔顶采出轻组分送往丙酮循环工序，脱轻组分塔塔底采出液相送往丙酮分离塔；

s3：混合物流在丙酮分离塔内脱除混合物流中的丙酮，丙酮分离塔操作温度为45-85℃，操作真空度为27.6-44.3kpa，丙酮分离塔塔顶采出富含丙酮的物流送往丙酮循环工序，丙酮分离塔塔底采出液相经三相相分离器分离，水相送往丙酮循环工序，所得油相送往共沸脱醇塔，气相排放置尾气处理工序；

s4：油相在共沸脱醇塔内共沸精馏，共沸脱醇塔操作温度控制74-134℃，操作表压控制60-70kpa，共沸脱醇塔塔顶采出富含水与异丙醇的物流送往丙酮循环工序，共沸脱醇塔塔底采出液相为产物物流；

s5：产物物流经液液相分离器分离，水相送往丙酮循环工序，所得油相送往mibk提纯塔；

s6：mibk提纯塔塔顶温度145-150℃，塔顶操作表压为43-45kpa，塔顶采出产品mibk；mibk提纯塔塔顶温度170-180℃，塔釜操作表压为82-84kpa，塔底采出液相送往dibk提纯塔；

s7：dibk提纯塔塔顶温度155-160℃，塔顶操作表压为55-57kpa，塔顶采出富含mibk的物流循环至mibk提纯塔；dibk提纯塔侧线采出163-165℃，操作表压为72-74kpa，采出产品dibk；dibk提纯塔塔底温度170-175℃，塔底操作表压为88-93kpa，采出重组分进入重组分罐进行冷却，冷却后打入燃料油储罐。

通过采用上述技术方案，丙酮分离塔塔底采出液相中含有mibk、dibk、水和异丙醇，由于异丙醇和水、mibk、dibk均具有较好的相溶性，故在异丙醇作用下，丙酮分离塔塔底采出液相经三相相分离器分离出的所得油相中还夹带大量的水和异丙醇；再通过共沸脱醇塔脱除异丙醇和部分的水后，获得产物物流，产品物流中仍夹带有部分的水，但由于异丙醇含量降低，水与mibk、dibk相溶性降低而分离，故再使用液液分相器进行分离即可先除去产品物流中的水，减少物流输送耗能和减少mibk提纯塔塔底再沸器和mibk提纯塔塔顶冷凝器耗能，并提高mibk提纯塔塔顶采出产物mibk纯度。

作为优选的，所述dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流换热冷却后进入mibk提纯塔，所述mibk提纯塔底采出液相为dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流换热的冷流。

通过采用上述技术方案，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热，进而对mibk提纯塔底采出液相预热，提升其温度，减少dibk提纯塔塔底再沸器能耗；同时dibk提纯塔顶采出富含mibk的物流循环利用，提高物流利用率。

作为优选的，所述dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流冷却后物流压力为0.12mpa，温度为104-108℃，所述冷却后的dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流在通过气液相分离器，分离后所得液相后再进入mibk提纯塔。

通过采用上述技术方案，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流冷却后，其内mibk、dibk以及其他重组分呈液态，其中轻组分如夹带水以及后续精馏高温环境下反应产生的小分子等呈气体由此经气液相分离器分离出去，减少dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流中轻组分的杂质，进而提高产品mibk纯度；同时气液相分离器中气相分离的同时降低气压，液相表面气体中轻组分组成降低，促进液相内轻组分逸出，继而进一步促进液相降温。

作为优选的，冷却后的所述dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流进入位置高于产物物流的所得油相进入mibk提纯塔的进料板。

通过采用上述技术方案，高浓度mibk的冷流进入mibk提纯塔的塔板中与低浓度mibk的热流混合，冷却热流，减少所在塔板气相中重组分含量，提高气相中mibk含量，并且减少mibk提纯塔塔顶冷凝器能耗。

作为优选的，所述dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热冷却后，再与所述液液相分离器分离的所得油相换热后进入mibk提纯塔。

通过采用上述技术方案，提高液液相分离器分离的所得油相进入mibk提纯塔的温度，进一步降低dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流进入mibk提纯塔时的温度，在不大幅度提高mibk提纯塔塔底再沸器负荷的情况下，进一步降低mibk提纯塔塔顶冷却器负荷，降低能耗。

作为优选的，所述气液相分离器得到的富含水的气相经空冷器冷却后进入分离罐，所述分离罐上端排放不凝气，分离罐下端液体与脱丙醇塔塔底采出液相混合送往三相相分离器。

通过采用上述技术方案，富含水的气相在空冷器冷却后，其中mibk、dibk和部分水凝结，再在分离罐内脱出未凝结的气体后循环会三相相分离器循环使用，提高原料利用，同时凝结的水可从三相相分离器和共沸脱醇塔除去，避免凝结的水在工艺流程中反复循环而降低产品mibk纯度。

作为优选的，所述mibk提纯塔与dibk提纯塔之间设置有中间罐，所述mibk提纯塔塔底采出液相进入中间罐内后保持返混。

通过采用上述技术方案，中间罐储存mibk提纯塔塔底采出液相并保护返混，以此保持dibk提纯塔进料流量和成分的稳定，减少dibk提纯塔测线采出产品dibk的纯度波动，提高产品dibk的纯度。

综上所述，本发明具有以下有益效果：

1.通过共沸脱醇塔脱除异丙醇和部分的水后，产品物流中异丙醇含量降低，水与mibk、dibk相溶性降低而分离，再使用液液分相器进行分离即可先除去产品物流中的水，减少物流输送耗能，mibk提纯塔塔底再沸器和mibk提纯塔塔顶冷凝器耗能，并提高mibk提纯塔塔顶采出产物mibk纯度；

2.dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流先与mibk提纯塔底采出液相换热冷却，冷却后dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流冷却后再通过气液相分离器，分离后所得液相再与液液相分离器分离的所得油相换热后进入mibk提纯塔，且其进入位置高于产物物流的所得油相进入mibk提纯塔的进料板，减少dibk提纯塔塔底再沸器、mibk提纯塔塔顶冷凝器和mibk提纯塔塔顶冷却器负荷，降低能耗，并且减少dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流中轻组分的杂质，进而提高产品mibk纯度；

3.气液相分离器得到的富含水的气相经空冷器冷却后进入分离罐，分离罐上端排放不凝气，分离罐下端液体与脱丙醇塔塔底采出液相混合送往三相相分离器，提高原料利用，同时凝结的水可从三相相分离器和共沸脱醇塔除去，避免凝结的水在工艺流程中反复循环而降低产品mibk纯度；

4.mibk提纯塔与dibk提纯塔之间设置有中间罐，mibk提纯塔塔底采出液相进入中间罐内后保持返混，以此保持dibk提纯塔进料流量和成分的稳定，减少dibk提纯塔测线采出产品dibk的纯度波动，提高产品dibk的纯度。

附图说明

图1为实施例一中甲基异丁基酮联产二异丁基酮的流程图；

图2为实施例二中mibk提纯塔至dibk提纯塔的流程图；

图3为实施例三中mibk提纯塔至dibk提纯塔的流程图；

图4为实施例四中mibk提纯塔至dibk提纯塔的流程图；

图5为实施例五中甲基异丁基酮联产二异丁基酮的流程图；

图6为实施例六中mibk提纯塔至dibk提纯塔的流程图；

图7为实施例七中甲基异丁基酮联产二异丁基酮的流程图；

图8为现有技术中甲基异丁基酮联产二异丁基酮的流程图。

具体实施方式

以下结合附图对本发明作进一步详细说明。

实施例一，

如附图1所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，其包括如下步骤，

s1：170kg/h的丙酮与7kg/h氢气输送至反应器内，并在催化剂作用下进行反应，反应器内温度控制为90-120℃，反应压力为2.72-3.13mpa，反应器气相采出输送至氢气循环工序，反应器采出液相为混合物流，混合物流进入脱轻组分塔；

s2：混合物流在脱轻组分塔内脱除混合物流中的轻组分，脱轻组分塔操作温度为78-92℃，操作表压为0.15-0.17mpa，脱轻组分塔塔顶采出轻组分送往丙酮循环工序，脱轻组分塔塔底采出液相送往丙酮分离塔；

s3：混合物流在丙酮分离塔内脱除混合物流中的丙酮，丙酮分离塔操作温度为45-85℃，操作真空度为27.6-44.3kpa，丙酮分离塔塔顶采出富含丙酮的物流送往丙酮循环工序，丙酮分离塔塔底采出液相经三相相分离器分离，水相送往丙酮循环工序，所得油相送往共沸脱醇塔，气相排放置尾气处理工序；

s4：油相在共沸脱醇塔内共沸精馏，共沸脱醇塔操作温度控制74-134℃，操作表压控制60-70kpa，共沸脱醇塔塔顶采出富含水与异丙醇的物流送往丙酮循环工序，共沸脱醇塔塔底采出液相为产物物流；

s5：产物物流经液液相分离器分离，水相送往丙酮循环工序，所得油相送往mibk提纯塔；

s6：mibk提纯塔塔顶温度145-150℃，塔顶操作表压为43-45kpa，塔顶采出产品mibk；mibk提纯塔塔顶温度170-180℃，塔釜操作表压为82-84kpa，塔底采出液相送往dibk提纯塔；

s7：dibk提纯塔塔顶温度155-160℃，塔顶操作表压为55-57kpa，塔顶采出富含mibk的物流循环至mibk提纯塔；dibk提纯塔侧线采出163-165℃，操作表压为72-74kpa，采出产品dibk；dibk提纯塔塔底温度170-175℃，塔底操作表压为88-93kpa，采出重组分进入重组分罐进行冷却，冷却后打入燃料油储罐。

根据实施例一的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比例一，

如附图8所示，对比例一基于实施例一的工艺基础，产品物流不经过液液相分离器，直接通往mibk提纯塔，得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比实施例一和对比例一所得数据可知，液液分相器进行分离除去产品物流中的水，减少物流输送耗能，mibk提纯塔塔底再沸器和mibk提纯塔塔顶冷凝器耗能，并提高mibk提纯塔塔顶采出产物mibk纯度。

实施例二，

如附图2所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例一的基础上进行改进，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流换热冷却后进入mibk提纯塔，冷却后的dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流进入位置高于产物物流所得油相进入mibk提纯塔的进料板。mibk提纯塔底采出液相为dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流换热的冷流。

根据实施例二的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比实施例一和实施例二所得数据可知，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热，进而对mibk提纯塔底采出液相预热，提升其温度，减少dibk提纯塔塔底再沸器能耗；dibk提纯塔顶采出富含mibk的物流循环利用，提高物流利用率。同时还减少mibk提纯塔塔顶冷凝器能耗。

对比例二，

对比例二基于实施例二的工艺基础，冷却后的dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流进入位置低于产物物流所得油相进入mibk提纯塔的进料板。

根据对比例二的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比实施例一和对比例二所得数据可知，冷却后的dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流进入位置高于产物物流所得油相进入mibk提纯塔的进料板降低mibk提纯塔塔顶冷凝器能耗效果更为显著，且不会对mibk提纯塔塔底再沸器负荷增大影响小。

实施例三，

如附图3所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例二的基础上进行改进，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流冷却后物流压力为0.12mpa，温度为104-108℃，所述冷却后的dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流在通过气液相分离器，分离出去气相后再进入mibk提纯塔。

根据实施例三工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比实施例二和实施例三所得数据可知，经气液相分离器分离减少了dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流中轻组分的杂质，进而提高产品mibk纯度；同时气液相分离器中气相分离的同时降低气压，液相表面气体中轻组分组成降低，促进液相内轻组分逸出，继而进一步促进液相降温。

实施例四，

如附图4所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例二的基础上进行改进，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热冷却后，再与液液相分离器分离的所得油相换热后进入mibk提纯塔。

根据实施例四的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对比实施例二和实施例四所得数据可知，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热冷却后，再与液液相分离器分离的所得油相换热后进入mibk提纯塔，在不大幅度提高mibk提纯塔负荷的情况下，进一步降低mibk提纯塔塔顶冷却器负荷，降低能耗。

实施例五，

如附图5所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例三的基础上进行改进，气液相分离器得到的富含水的气相经空冷器冷却后进入分离罐，所述分离罐上端排放不凝器，分离罐下端液体与脱丙醇塔塔底采出液相混合送往三相相分离器。

根据实施例五的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对实施例三和实施例五的数据可知，富含水的气相在空冷器冷却后，其中mibk、dibk和部分水凝结，再在分离罐内脱出未凝结的气体后循环会三相相分离器循环使用，提高原料利用，同时凝结的水可从三相相分离器和共沸脱醇塔除去，避免凝结的水在工艺流程中反复循环，且提高产品mibk纯度。

实施例六，

如附图6所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例一的基础上进行改进，mibk提纯塔与dibk提纯塔之间设置有中间罐，所述mibk提纯塔塔底采出液相进入中间罐内后保持返混。

根据实施例六的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对实施例一和实施例六的数据可知，中间罐储存mibk提纯塔塔底采出液相并保护返混，以此保持dibk提纯塔进料流量和成分的稳定，减少dibk提纯塔测线采出产品dibk的纯度波动，而提高产品mibk纯度。

实施例七，

如附图7所示，一种甲基异丁基酮联产二异丁基酮的生产工艺，基于实施例五的基础上进行改进，dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流与mibk提纯塔底采出液相换热冷却后，再与液液相分离器分离的所得油相换热后进入mibk提纯塔。同时mibk提纯塔与dibk提纯塔之间设置有中间罐，所述mibk提纯塔塔底采出液相进入中间罐内后保持返混。

根据实施例七的工艺试验得到产品mibk和产品dibk，且得到以下数据。

对由上可知，实施例七减少了dibk提纯塔塔底再沸器、mibk提纯塔塔顶冷凝器和mibk提纯塔塔顶冷却器负荷，降低能耗，并且减少dibk提纯塔塔顶采出富含mibk的物流中轻组分的杂质，进而提高产品mibk纯度。

本具体实施例仅仅是对本发明的解释，其并不是对本发明的限制，本领域技术人员在阅读完本说明书后可以根据需要对本实施例做出没有创造性贡献的修改，但只要在本发明的权利要求范围内都受到专利法的保护。