本發(fā)明涉及一種合成草酸二甲酯過程中分離碳酸二甲酯的裝置，特別是應(yīng)用于以煤基合成氣、天然氣、焦?fàn)t氣、高爐氣，電石爐尾氣等為原料合成草酸二甲酯的工藝流程中，可以將低濃度的碳酸二甲酯分離出來得到合格的碳酸二甲酯產(chǎn)品。
背景技術(shù)：
：在合成草酸二甲酯(DMO)的過程中，亞硝酸甲酯與CO在催化劑上進(jìn)行氣相催化偶聯(lián)反應(yīng)，生成DMO，同時發(fā)生副反應(yīng)生成碳酸二甲酯(DMC)。反應(yīng)方程式如下：2CH3ONO+2CO→(COOCH3)2+2NO主要的副反應(yīng)為：2CH3ONO+2CO→CO(OCH3)2+2NO在有氫氣存在的情況下還會生成副產(chǎn)物甲酸甲酯(MF)。反應(yīng)方程式如下：MF和DMC在有水的條件下，均會發(fā)生水解反應(yīng)。其中MF發(fā)生水解反應(yīng)生成甲酸和甲醇，甲酸有較強(qiáng)的腐蝕性，會腐蝕設(shè)備。DMC發(fā)生水解反應(yīng)生成甲醇和CO2，CO2在體系內(nèi)循環(huán)累積導(dǎo)致反應(yīng)副產(chǎn)物增加。氧化酯化反應(yīng)器(塔式)釜液主要含有甲醇、亞硝酸甲酯、甲酸甲酯、碳酸二甲酯、硝酸、水，其中MeOH和DMC形成共沸物，因此過程實(shí)施的關(guān)鍵在于DMC與甲醇(MeOH)之間的分離。目前用于分離DMC和MeOH的共沸混合物的分離方法包括膜分離、萃取精餾和變壓精餾。文獻(xiàn)CN200610169592.5、CN200710064633、CN200710121912、CN200810145291和CN201310034796均利用膜對MeOH和DMC具有不同的滲透選擇性來分離DMC-MeOH混合液。然而，所獲得的物流的純度不能證明具有較高的經(jīng)濟(jì)性且在很多情況下還需要一些蒸餾?，F(xiàn)有工業(yè)上分離MeOH與DMC混合物通常采用雙塔(萃取精餾和變壓精餾)進(jìn)行分離。變壓精餾分離過程如下：先分離部分MeOH，然后分離出DMC。具體是將MeOH與DMC的混合液送入操作壓力為常壓(或減壓)的精餾塔中，通過在常壓下(或減壓)部分MeOH與全部的DMC形成共沸物作為輕組分從塔頂采出，而剩余MeOH作為重組分從塔釜采出。接著將常壓塔頂采出的MeOH-DMC共沸物再送入操作壓力為0.8MPA的精餾塔中，加壓精餾，從塔頂采出進(jìn)料組分中全部的MeOH與部分DMC形成的高壓共沸物，塔釜采出剩余的DMC。雙塔變壓精餾流程雖然不用添加萃取劑，但需要兩個精餾塔連續(xù)進(jìn)行分離操作，獲得的高濃度的DMC產(chǎn)量低，在加壓塔頂采出的MeOH與DMC的共沸物還需要送入常壓塔繼續(xù)分離，使得在常壓塔、加壓塔中塔頂?shù)墓卜形锟偭吭黾?，有效分離DMC量少，增加了能源消耗。CN101381309B通過減壓共沸精餾-加壓共沸精餾雙塔流程從DMC-MeOH混合液中分離出DMC，并使MeOH得到回收，循環(huán)使用，該方法需要抽真空設(shè)備，且沒有進(jìn)行有效的熱量集成，能耗高。萃取精餾分離過程如下：采用萃取精餾的工藝通過添加萃取劑先分離出DMC，再通過后續(xù)精餾塔分離萃取劑與MeOH。如CN20131009817.7中在常壓下，用乙二醇作為萃取劑，溶劑比為1～3，被分離的DMC-MeOH混合物在塔的中部進(jìn)料，萃取劑在塔的頂部進(jìn)料，回流比為2，在萃取精餾塔的塔頂采出高純度的MeOH，塔底采出DMC和萃取劑，塔底餾分進(jìn)入萃取劑回收塔，回流比為3，塔頂采出DMC，塔釜采出的萃取劑可以循環(huán)使用。但研究者研究認(rèn)為乙二醇萃取效率低，不適合作DMC-MeOH混合液的萃取劑(Ind.Eng.Chem.Res.2010,49,735-749)。其中萃取精餾分離過程還需要增加一個萃取劑分離塔，用于萃取劑與MeOH進(jìn)行分離，操作流程復(fù)雜，分離能耗高。CN102442903A認(rèn)為萃取精餾雙塔工藝需要添加并回收萃取劑，操作過程復(fù)雜，熱負(fù)荷高，變壓精餾雙塔工藝有效分離DMC量少，增加了能源消耗。CN102442903A中采用間歇精餾的方式，加壓塔分離DMC。具體過程如下：甲醇為洗滌溶劑洗滌工業(yè)生產(chǎn)乙二醇的廢氣形成混合液，混合液進(jìn)行常壓精餾分離，獲得DMO；收集分離塔頂組分進(jìn)行貯存；貯存的所述分離塔頂組分替代甲醇作為所述洗滌溶劑；當(dāng)貯存的分離塔頂組分中MeOH與DMC質(zhì)量比等于3:1時，將貯存的塔頂組分進(jìn)行加壓精餾，操作壓力為0.75MPa，塔釜為DMC產(chǎn)品，塔頂共沸組成替代純甲醇為洗滌溶劑。CN102442903A采用累積DMC增大混合液中DMC濃度的方法，取消了變壓精餾雙塔工藝中的常壓塔，避免全部DMC-MeOH混合物通過精餾的方式分離，可以節(jié)省分離過程能耗。但以上過程是間歇工藝，不適宜于工業(yè)化大規(guī)模生產(chǎn)；控制分離塔頂組分中MeOH與DMC質(zhì)量比等于3:1，加壓精餾操作壓力為0.75MPa，控制比較單一，且由于加壓精餾壓力較低，導(dǎo)致混合液循環(huán)量增加，增大了分離能耗。因此，需要使用DMC和MeOH混合物更簡單且更經(jīng)濟(jì)的分離方法。技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：本發(fā)明旨在提供一種新的合成草酸二甲酯過程中分離碳酸二甲酯的裝置。該裝置分離得到的DMC純度≥99.5wt％，在有效分離DMC和MeOH混合物的同時，具有能耗低的特點(diǎn)。為實(shí)現(xiàn)上述發(fā)明目的，本發(fā)明采取的技術(shù)方案如下：一種合成草酸二甲酯過程中分離碳酸二甲酯的裝置，包括：脫重塔，用于對含亞硝酸甲酯、碳酸二甲酯、甲酸甲酯、甲醇、硝酸和水的原料進(jìn)行分離，從而在塔頂?shù)玫胶瑏喯跛峒柞?、碳酸二甲酯、甲酸甲酯和甲醇的第一輕組分物流，在塔釜得到含硝酸和水的第一重組分物流；亞酯回收塔，用于對所述第一輕組分物流進(jìn)行分離，從而在塔頂?shù)玫胶瑏喯跛峒柞サ牡诙p組分物流，在塔釜得到含碳酸二甲酯、甲酸甲酯和甲醇的第二重組分物流；脫輕塔，用于對所述第二重組分物流進(jìn)行分離，從而在塔頂?shù)玫胶姿峒柞サ牡谌p組分物流，在塔釜得到含碳酸二甲酯和甲醇的第三重組分物流；加壓塔，用于對所述第三重組分物流進(jìn)行分離，從而在塔頂?shù)玫胶状?碳酸二甲酯共沸組成的第四輕組分物流，在塔釜得到含碳酸二甲酯產(chǎn)品的第四重組分物流。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，以重量百分比計(jì)，所述原料中亞硝酸甲酯的含量為0.1～10％，甲酸甲酯的含量為0.1～10％，硝酸的含量為0.1～5％，水的含量為5～50％，甲醇的含量為30～90％，碳酸二甲酯的含量為0.1～25％。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述含亞硝酸甲酯、碳酸二甲酯、甲酸甲酯、甲醇、硝酸和水的原料來自于氧化酯化反應(yīng)器塔釜。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，當(dāng)所述第一輕組分物流中甲酸甲酯濃度小于2重量％時，所述第一輕組分物流全部直接返回至氧化酯化反應(yīng)器。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，當(dāng)所述第一輕組分物流中甲酸甲酯濃度大于等于2重量％，并且碳酸二甲酯濃度小于20重量％時，所述第三重組分物流直接返回至氧化酯化反應(yīng)器。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，當(dāng)所述第一輕組分物流中碳酸二甲酯濃度大于等于20重量％時，所述第一輕組分物流分為兩部分，第一部分直接返回氧化酯化反應(yīng)器；第二部分進(jìn)入亞酯回收塔，回收亞硝酸甲酯后，所述第二重組分物流送至脫輕塔，脫輕塔釜第三重組分物流進(jìn)入加壓塔，塔頂?shù)玫降牡谒妮p組分物流返回至氧化酯化反應(yīng)器。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述第二部分重量占所述第一輕組分物流重量的30～90％。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述脫重塔理論塔板數(shù)為30～60塊，塔頂操作壓力為0～500kPaG，塔頂溫度為60～120℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述亞酯回收塔理論塔板數(shù)為5～30塊，塔頂操作壓力為0～1000kPaG，塔頂溫度為20～100℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述脫輕塔理論塔板數(shù)為10～50塊，塔頂操作壓力為0.1～1000kPaG，塔頂溫度為30～120℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述的加壓塔理論塔板數(shù)15～50塊，塔頂操作壓力為900～1100kPaG，塔頂溫度為130～150℃。上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，所述脫重塔頂設(shè)有在線分析點(diǎn)。需要加以說明的是，脫重塔內(nèi)壁、再沸器、冷凝器及內(nèi)構(gòu)件以及出口管閥件，泵均要采取防腐措施，防止被稀硝酸腐蝕。本發(fā)明裝置用于合成草酸二甲酯過程中分離碳酸二甲酯。亞硝酸甲酯與CO在催化劑上進(jìn)行氣相催化偶聯(lián)反應(yīng)，生成草酸二甲酯，同時存在副反應(yīng)生成碳酸二甲酯和甲酸甲酯。偶聯(lián)產(chǎn)物一般先采用甲醇吸收，將甲醇、碳酸二甲酯與DMO分離。隨后，含甲醇、碳酸二甲酯、甲酸甲酯、未反應(yīng)CO、以及偶聯(lián)反應(yīng)生成的NO的物流，和O2物流、甲醇物流進(jìn)入氧化酯化反應(yīng)器再生亞硝酸甲酯，反應(yīng)后，塔頂?shù)玫綒庀鄟喯跛峒柞?，塔釜得到含亞硝酸甲酯、碳酸二甲酯、甲酸甲酯、甲醇、以及氧化酯化反?yīng)副產(chǎn)物硝酸和水的物流。該物流即為本發(fā)明裝置所要處理的原料物流。本發(fā)明裝置中的甲醇-碳酸二甲酯分離采用加壓的方式。隨著壓力增加，DMC-MeOH共沸組成中DMC含量逐漸降低。加壓塔分離DMC，塔頂組成為DMC-MeOH共沸組成，塔釜為DMC產(chǎn)品，DMC-MeOH共沸組成中DMC含量越低，循環(huán)的DMC越少，從塔釜分離的DMC越多，塔頂夾帶的DMC越少，能耗越低。因此，本發(fā)明選擇操作壓力為900～1100kPaG。本發(fā)明采用累積MF和DMC的方式，在脫重塔頂組成中MF濃度累積到2wt％之前，脫重塔頂粗甲醇直接返回到氧化酯化反應(yīng)器；當(dāng)MF濃度累積到2wt％之后，DMC累積到20wt％之前，脫輕塔釜粗甲醇直接返回到氧化酯化反應(yīng)器；當(dāng)DMC濃度累積到20wt％之后，脫重塔頂采出液分為兩部分，一部分直接返回氧化酯化反應(yīng)器，一部分送至亞酯回收塔，回收亞硝酸甲酯后，送至脫輕塔，脫輕塔釜粗甲醇進(jìn)入加壓塔分離DMC，塔頂DMC-MeOH共沸組成返回到氧化酯化反應(yīng)器?？傊?，由于甲醇的汽化潛熱高達(dá)1109kJ/kg，本發(fā)明避免全部DMC-MeOH混合物通過精餾的方式分離DMC回收甲醇，可降低過程能耗，并且分離得到的DMC純度≥99.5wt％。附圖說明圖1為本發(fā)明裝置示意圖。圖1中，T-101為脫重塔，T-102為亞酯回收塔，T-103為脫輕塔，T-104為加壓塔。1為氧化酯化反應(yīng)器(塔式)釜液，即原料物流；2為脫重塔T-101釜液(第一重組分物流)；3，4為脫重塔T-101塔頂采出(第一輕組分物流)，其中3為直接返回氧化酯化反應(yīng)器部分，4為亞酯回收塔T-102進(jìn)料；5為亞酯回收塔T-102塔頂氣(第二輕組分物流)；6為亞酯回收塔T-102釜液(第二重組分物流)；7為脫輕塔T-103塔頂氣(第三輕組分物流)；8,9為脫輕塔T-103釜液(第三重組分物流)，其中8為加壓塔T-104進(jìn)料，9為脫輕塔T-103釜液返回氧化酯化反應(yīng)器部分；11為加壓塔T-104釜液(第四重組分物流)；10為加壓塔T-104塔頂采出(第四輕組分物流)。氧化酯化反應(yīng)器(塔式)釜液1進(jìn)入脫重塔T-101，塔釜脫除硝酸和水2，塔頂氣冷凝后分為兩部分，一部分3直接返回氧化酯化反應(yīng)器，另一部分4進(jìn)入亞酯回收塔T-102，塔頂5為回收的亞硝酸甲酯去偶聯(lián)單元，塔釜液6進(jìn)入脫輕塔T-103，塔頂氣冷凝后，T-103塔頂采出液7主要含有甲酸甲酯，塔釜液分為兩部分，一部分8進(jìn)入加壓塔T-104，另一部分9直接返回氧化酯化反應(yīng)器，加壓塔T-104塔頂采出10為DMC-MeOH共沸組成，返回氧化酯化反應(yīng)器，塔釜液11為DMC溶液。在第一輕組分物流組成中MF濃度累積到2wt％之前，脫重塔頂采出液全部由3返回到氧化酯化反應(yīng)器，4關(guān)閉；當(dāng)MF濃度累積到2wt％之后，DMC累積到20wt％之前，脫輕塔釜液全部由9直接返回到氧化酯化反應(yīng)器，8關(guān)閉；當(dāng)DMC濃度累積到20wt％之后，脫重塔頂采出液分為兩部分，一部分3直接返回氧化酯化反應(yīng)器，一部分4送至亞酯回收塔，回收亞硝酸甲酯后，送至脫輕塔T-103，脫輕塔釜液7進(jìn)入加壓塔T-104分離DMC，塔頂DMC-MeOH共沸組成返回到氧化酯化反應(yīng)器。下面通過實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實(shí)施例。具體實(shí)施方式【實(shí)施例1】氧化酯化反應(yīng)器釜液1進(jìn)入脫重塔T-101，塔釜脫除硝酸和水2。在脫重塔頂組成中MF濃度累積到2wt％之前，脫重塔頂采出液全部由3返回到氧化酯化反應(yīng)器，4關(guān)閉。脫重塔理論塔板數(shù)45塊，塔頂操作壓力為50kPaG，塔頂溫度為74℃。其中，主要物流組成如下：T-101塔的再沸器，冷凝器負(fù)荷如下：負(fù)荷，MWT-101再沸器5.041冷凝器4.667【實(shí)施例2】氧化酯化反應(yīng)器釜液1進(jìn)入脫重塔T-101，塔釜脫除硝酸和水2。當(dāng)脫重塔頂組成中MF濃度累積到2wt％之后，DMC累積到20wt％之前，T-101塔頂氣冷凝后分為兩部分，一部分3直接返回氧化酯化反應(yīng)器，另一部分4進(jìn)入亞酯回收塔T-102，脫輕塔釜液全部由9直接返回到氧化酯化反應(yīng)器，8關(guān)閉。脫重塔理論塔板數(shù)55塊，塔頂操作壓力為500kPaG，塔頂溫度為116℃。亞酯回收塔理論塔板數(shù)10塊，塔頂操作壓力為500kPaG，塔頂溫度為99℃。脫輕塔理論塔板數(shù)30塊，塔頂操作壓力為400kPaG，塔頂溫度為82℃。其中，主要物流組成如下：各塔的再沸器，冷凝器負(fù)荷如下：負(fù)荷，MWT-101T-102T-103再沸器6.2220.3340.690冷凝器5.7700.666 【實(shí)施例3】氧化酯化反應(yīng)器釜液1進(jìn)入脫重塔T-101，塔釜脫除硝酸和水2。當(dāng)脫重塔頂組成中DMC濃度累積到20wt％之后，脫重塔頂采出液分為兩部分，一部分3直接返回氧化酯化反應(yīng)器，一部分4送至亞酯回收塔，回收亞硝酸甲酯后，送至脫輕塔T-103，脫輕塔釜液8進(jìn)入加壓塔T-104分離DMC，塔頂DMC-MeOH共沸組成返回到氧化酯化反應(yīng)器。脫重塔理論塔板數(shù)32塊，塔頂操作壓力為150kPaG，塔頂溫度為88℃。亞酯回收塔理論塔板數(shù)25塊，塔頂操作壓力為200kPaG，塔頂溫度為81℃。脫輕塔理論塔板數(shù)45塊，塔頂操作壓力為200kPaG，塔頂溫度為65℃。加壓塔理論塔板數(shù)40塊，塔頂操作壓力為1100kPaG，塔頂溫度為144℃。其中，主要物流組成如下：各塔的再沸器，冷凝器負(fù)荷如下：負(fù)荷，MWT-101T-102T-103T-104再沸器7.5503.9232.622冷凝器7.3800.1823.9112.453【實(shí)施例4】實(shí)施方式同【實(shí)施例3】，不同的是脫重塔理論塔板數(shù)45塊，塔頂操作壓力為50kPaG，塔頂溫度為73℃。亞酯回收塔理論塔板數(shù)25塊，塔頂操作壓力為200kPaG，塔頂溫度為81℃。脫輕塔理論塔板數(shù)45塊，塔頂操作壓力為200kPaG，塔頂溫度為65℃。加壓塔理論塔板數(shù)40塊，塔頂操作壓力為1100kPaG，塔頂溫度為144℃。其中，主要物流組成如下：各塔的再沸器，冷凝器負(fù)荷如下：負(fù)荷，MWT-101T-102T-103T-104再沸器6.1723.9292.625冷凝器6.0200.1833.9162.459當(dāng)前第1頁1 2 3