利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法与流程

本发明涉及化工产品分离技术领域，特别是涉及一种氨肟化单元溶剂回收的方法，更具体的是一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法。

背景技术：

环己酮肟是生产己内酰胺的关键中间产物，目前环己酮氨肟化的工艺方法是，加入叔丁醇作为溶剂以使反应物环己酮、双氧水和氨在催化剂的作用下进行反应生成环己酮肟，叔丁醇不参与反应，反应完成后需对其进行回收，循环使用。由于叔丁醇溶剂使用量较大，回收能耗高。氨肟化反应产物的主要组成为：叔丁醇38-41％、环己酮肟20-22％、水34-36％、氨2.4-3.0％和不凝气0.1-0.2％，不凝气的主要组成是一氧化二氮、氮气和氧气等。目前工业上氨肟化单元溶剂回收工艺如附图1所示，一般采用一台叔丁醇回收塔100来回收叔丁醇，再沸器110所用热量全部为系统外部供给，由于溶剂量较大,单塔流程能耗较高，经济效益差。为了解决高能耗问题，中国专利cn102633676a提供了一种从氨肟化反应液中回收溶剂的方法，其利用经典的双效精馏将二效精馏塔塔顶蒸汽用于一效精馏塔塔釜再沸器，比传统流程可以降低能耗30-35％。但是由于氨气和低沸点不凝气的存在以及环己酮肟高温分解的问题，无法实现两效以上的精馏过程，限制了能耗的进一步降低。

环己酮氨肟化反应为强放热反应，放热量大，反应过程中需要大量的循环水取热，而叔丁醇溶剂回收塔精馏过程中又需要消耗大量热量。但是由于环己酮氨肟化反应温度较低，一般为80-85℃，能量品位较低，叔丁醇回收塔一般为常压操作，塔釜温度一般高于100℃，所以虽然反应过程放出大量热量，但无法直接作为叔丁醇塔再沸器的加热热源。

技术实现要素：

本发明的目的是针对现有技术中存在的技术缺陷，提供一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法。

为实现本发明的目的所采用的技术方案是：

一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法，是将氨肟化反应热应用于叔丁醇回收塔，包括以下步骤：

包含叔丁醇的氨肟化反应产物首先进入脱氨塔，从塔顶分离出全部氨气、不凝气及部分叔丁醇，脱氨塔塔釜的物料进入到叔丁醇减压塔进行叔丁醇二次分离，该叔丁醇减压塔塔顶分离出60-80％的叔丁醇，塔釜剩余一部分叔丁醇，塔釜含有剩余叔丁醇的物料进入叔丁醇高压塔进行进一步分离；叔丁醇高压塔塔顶蒸出剩余的全部叔丁醇，塔顶叔丁醇蒸汽作为脱氨塔的塔釜再沸器热源，经换热后的叔丁醇液体一部分回流到叔丁醇高压塔，一部分叔丁醇液体采出，塔釜采出环己酮肟的水溶液；叔丁醇高压塔塔釜再沸器采用外部热源加热；

所述叔丁醇减压塔的塔釜再沸器所用热量来自于内部环己酮氨肟化反应器的反应热；换热方式是反应物料直接换热或是用反应物料通过mvr蒸汽设备所产生的mvr蒸汽进行换热。

其中，所述脱氨塔蒸出全部的氨气、不凝气及6-15％的叔丁醇，叔丁醇减压塔蒸出60-80％的叔丁醇，叔丁醇高压塔蒸出剩余的叔丁醇。

在处理过程中，要控制叔丁醇高压塔的塔顶温度高于脱氨塔塔釜温度10-20℃。

优选的，所述脱氨塔的压力为40-130kpa,塔釜温度为70--101℃，塔顶温度为40-58℃；叔丁醇减压塔的压力为20-50kpa，塔釜温度为60-70℃，塔顶温度为40-55℃；所述叔丁醇高压塔的压力为160-320kpa，塔釜温度为127-144℃，塔顶温度为85-118℃。

本发明提供的叔丁醇分离工艺方法，将环己酮氨肟化反应过程的低品位能量用于叔丁醇回收塔再沸器加热，合理利用了反应热，使叔丁醇回收单元能耗比传统流程节约60-67％，同时大幅降低了反应部分取热用的循环水量，降低了生产成本，对工业生产具有重要的意义。

附图说明

图1所示为传统叔丁醇回收方法的示意图；

图2所示为本发明利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法的示意图。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例对本发明作进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。

如图2所示，本发明一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法，是将氨肟化反应热应用于叔丁醇回收塔，包括以下步骤：

包含叔丁醇的氨肟化反应产物首先进入脱氨塔t1，从塔顶分离出全部氨气、不凝气及部分叔丁醇，脱氨塔塔釜的物料进入到叔丁醇减压塔t2进行叔丁醇二次分离，为了充分利用反应热，该塔为减压操作，由于减压后塔釜温度较低，为了避免环己酮肟水溶液结晶，该塔塔顶分离出60-80％得叔丁醇，塔釜剩余一部分叔丁醇，塔釜含有剩余叔丁醇的物料进入叔丁醇高压塔t3进行进一步分离；叔丁醇高压塔塔顶蒸出剩余的全部叔丁醇，塔顶叔丁醇蒸汽作为脱氨塔的塔釜再沸器e1热源，经换热后的叔丁醇液体一部分回流到叔丁醇高压塔，一部分叔丁醇液体采出，塔釜采出环己酮肟的水溶液；叔丁醇高压塔塔釜再沸器e3采用外部热源加热。

其中，所述叔丁醇减压塔t2的塔釜再沸器所用热量来自于内部环己酮氨肟化反应器的反应热，换热方式可以是反应物料直接换热，也可以是用该反应物料通过mvr蒸汽设备所产生的mvr蒸汽来换热。

其中，所述脱氨塔蒸出全部的氨气、不凝气及6-15％的叔丁醇，叔丁醇减压塔蒸出60-80％的叔丁醇，叔丁醇高压塔蒸出剩余的叔丁醇。

在处理过程中，要控制叔丁醇高压塔的塔顶温度高于脱氨塔塔釜温度10-20℃。

优选的，所述脱氨塔的压力为40-130kpa,塔釜温度为73--101℃，塔顶温度为40-58℃；叔丁醇减压塔的压力为20-50kpa，塔釜温度为60-70℃，塔顶温度为40-55℃；所述叔丁醇高压塔的压力为160-320kpa，塔釜温度为127-144℃，塔顶温度为85-118℃。

实施例1

以10万吨装置为例，一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法，其中e2采用反应物料直接换热的方式提供热量。叔丁醇原料，其中含叔丁醇40.9％，环己酮肟20.3％，氨2.8％，水35.6％，不凝气0.1％的原料进入脱氨塔，包含叔丁醇的氨肟化反应产物首先进入脱氨塔t1，操作压力130kpa，从塔顶分离出全部氨气、不凝气及部分叔丁醇，脱氨塔塔釜的物料进入到叔丁醇减压塔t2进行叔丁醇二次分离，为了充分利用反应热，该塔为减压操作，操作压力25kpa，由于减压后塔釜温度较低，为了避免环己酮肟水溶液结晶，该塔塔顶分离出60-80％得叔丁醇，塔釜剩余一部分叔丁醇，塔釜含有剩余叔丁醇的物料进入叔丁醇高压塔t3进行进一步分离；叔丁醇高压塔操作压力325kpa，塔顶蒸出剩余的全部叔丁醇，塔顶叔丁醇蒸汽作为脱氨塔的塔釜再沸器e1热源，经换热后的叔丁醇液体一部分回流到叔丁醇高压塔，一部分叔丁醇液体采出，塔釜采出环己酮肟的水溶液；叔丁醇高压塔塔釜再沸器e3采用外部热源加热。叔丁醇减压塔再沸器e2采用反应物料直接加热。该方法与传统方法的能耗对比见表1。该利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法比传统方法节能62％以上。

实施例2：

以10万吨装置为例，一种利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法，其中e2采用通过mvr蒸汽设备所产生的mvr蒸汽加热。叔丁醇原料，其中含叔丁醇40.9％，环己酮肟20.3％，氨2.8％，水35.6％，不凝气0.1％的原料进入脱氨塔，包含叔丁醇的氨肟化反应产物首先进入脱氨塔t1，操作压力40kpa，从塔顶分离出全部氨气、不凝气及部分叔丁醇，脱氨塔塔釜的物料进入到叔丁醇减压塔t2进行叔丁醇二次分离，为了充分利用反应热，该塔为减压操作，操作压力25kpa，由于减压后塔釜温度较低，为了避免环己酮肟水溶液结晶，该塔塔顶分离出60-80％得叔丁醇，塔釜剩余一部分叔丁醇，塔釜含有剩余叔丁醇的物料进入叔丁醇高压塔t3进行进一步分离；叔丁醇高压塔操作压力160kpa，塔顶蒸出剩余的全部叔丁醇，塔顶叔丁醇蒸汽作为脱氨塔的塔釜再沸器e1热源，经换热后的叔丁醇液体一部分回流到叔丁醇高压塔，一部分叔丁醇液体采出，塔釜采出环己酮肟的水溶液；叔丁醇高压塔塔釜再沸器e3采用外部热源加热。叔丁醇减压塔再沸器e2采用通过mvr蒸汽设备所产生的mvr蒸汽加热。该方法与传统方法的能耗对比见表1所示，该利用环己酮氨肟化反应热的叔丁醇回收方法比传统方法节能67.4％。

注：再沸器能耗数据标#的为需要外部热源(蒸汽或者导热油)加热。

表1

从表1对比可以看出，新工艺实施例1需要外部热源(蒸汽或者导热油)的总能耗为3709833kcal/h，比传统工艺(对比例)能耗降低了62.7％；实施例2需要外部热源(蒸汽或者导热油)的总能耗为3237091kcal/h，比传统工艺(对比例)能耗降低了67.4％。

以上所述仅是本发明的优选实施方式，应当指出的是，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。