專利名稱：醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法。
背景技術(shù)：
在對二甲苯氧化生產(chǎn)對苯二甲酸的過程中，通常使用醋酸作為有機溶劑。氧化過程中生成的大量水稀釋了醋酸溶劑，而反應(yīng)需要合適濃度的醋酸溶劑。為了保證溶劑中醋酸的濃度，通常使用醋酸脫水塔分離出溶劑中多余的水。隨著生產(chǎn)規(guī)模的擴大，醋酸脫水塔的操作費用日益高漲。常規(guī)的直接精餾脫水由于在醋酸低濃度時相對揮發(fā)度較小的緣故，通常采用增加塔板數(shù)以及增大回流比的方法降低塔頂出料中醋酸的濃度，導(dǎo)致能耗指標(biāo)高的同時還使裝置投資成本上升。工程上出于經(jīng)濟性考慮，一般塔頂醋酸濃度要求低于0. 8重量％，塔頂出料作為廢水排出。文獻GB1576787公開了采用共沸精餾的方法分離醋酸和水。此方法采用兩塔串聯(lián)，第一個塔以醋酸酯類為共沸劑，塔頂出料為醋酸的水溶液，其中醋酸濃度小于0. 1重量％，醋酸酯類約為5重量％，水溶液還含有少量副產(chǎn)物醋酸甲酯。第二個塔回收水中的醋酸酯類共沸劑，返回一塔。應(yīng)用此方法的蒸汽消耗一般是簡單精餾的60%。塔頂濃度可以控制在0.1重量％。此方法較簡單精餾大幅降低了能耗，也回收了更多的醋酸。但是二塔回收后的廢水中仍會含有微量醋酸酯類，而醋酸酯類的價格較高，因此共沸劑消耗抵消了醋酸消耗；且醋酸酯類為易燃介質(zhì)，工程應(yīng)用時，也需要增加安全設(shè)施的費用。熱泵精餾作為一種能有效提高精餾熱效率的節(jié)能技術(shù)，已廣泛應(yīng)用于各種化工生產(chǎn)過程中。但是，熱泵中的換熱介質(zhì)水進入冷凝器時可能存在氣液兩相，會引起設(shè)備損耗， 操作費用增加。此外，熱泵系統(tǒng)中過熱蒸汽的存在也會降低再沸器的換熱效率，增大再沸器換熱面積，而再沸器的材質(zhì)為鈦鋼，換熱面積的增大必然會導(dǎo)致設(shè)備材料費用的增加?？傊F(xiàn)有技術(shù)中存在醋酸脫水過程能耗高、設(shè)備制造成本高、操作費用高的問題。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中醋酸脫水過程能耗高、設(shè)備制造成本高、操作費用高的問題，提供一種新的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水方法。該方法具有能耗低，設(shè)備制造成本低，操作費用低的特點。為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，包括以下步驟a)醋酸水溶液1從中部進入醋酸脫水塔2，經(jīng)共沸精餾分離后，塔頂?shù)玫綒庀辔锪?3，塔釜得到液相物流7 ；物流3經(jīng)冷凝器4換熱冷凝后，分為物流5和物流6，物流5作為塔頂產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程，物流6返回醋酸脫水塔2頂部；物流7經(jīng)再沸器8換熱后，分為物流9和物流10，物流9返回醋酸脫水塔2底部，物流10作為塔釜產(chǎn)品出料進入后續(xù)流
4程；b)換熱介質(zhì)在冷凝器4與氣相物流3換熱后進入壓縮機11壓縮升溫；升溫后的換熱介質(zhì)進入脫過熱器13脫過熱；脫過熱的換熱介質(zhì)進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱后經(jīng)節(jié)流減壓設(shè)備12減壓；減壓后的換熱介質(zhì)進入氣液分離罐14，氣液分離后，得到液相物流15和氣相物流16 ；氣相物流16進入壓縮機11 ；液相物流15進入塔頂冷凝器4再次與氣相物流3換熱；其中，所述換熱介質(zhì)為水或環(huán)己烷。上述技術(shù)方案中，醋酸脫水塔2的操作條件塔板數(shù)優(yōu)選范圍為60 120塊，更優(yōu)選范圍為80 100塊；塔釜溫度優(yōu)選范圍為105 160°C，更優(yōu)選范圍為110 150°C ； 塔頂溫度優(yōu)選范圍為85 135°C，更優(yōu)選范圍為90 125°C ；操作壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. 4MPa,更優(yōu)選范圍為0. 1 0. 25MPa ；物流6與物流5的重量比優(yōu)選范圍為0. 5 10，更優(yōu)選范圍為2 4 ；物流9與物流10的重量比優(yōu)選范圍為1 17，更優(yōu)選范圍為4 9。冷凝器 4的操作條件管程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. 4MPa,更優(yōu)選范圍為0. 1 0. 25MPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為85 135°C，更優(yōu)選范圍85 125 °C ；殼程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 05 0. 3MPa，更優(yōu)選范圍為0. 07 0. 3MPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為80 125 °C，更優(yōu)選范圍為 80 120°C。脫過熱器13的操作條件管程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. 4MPa，更優(yōu)選范圍為0. 1 0. 3MPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為100 160°C，更優(yōu)選范圍為100 150°C ；殼程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. 8MPa,更優(yōu)選范圍為0. 15 0. SMPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為 100 400°C，更優(yōu)選范圍為110 400°C。再沸器8的操作條件管程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. 4MPa,更優(yōu)選范圍為0. 1 0. 25MPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為105 160°C，更優(yōu)選范圍為110 150°C;殼程操作壓力優(yōu)選范圍為0. 15 0. 8MPa，更優(yōu)選范圍操作為0. 25 0. 7MPa ；溫度優(yōu)選范圍為110 400°C，更優(yōu)選范圍為130 400°C。氣液分離罐14的操作條件操作壓力優(yōu)選范圍為0. 05 0. 3MPa,更優(yōu)選范圍操作為0. 05 0. 25MPa ；操作溫度優(yōu)選范圍為80 125°C，更優(yōu)選范圍為80 120°C。以重量百分比計，醋酸水溶液1中醋酸的含量為20 80%，水的含量為80 20%。換熱介質(zhì)水優(yōu)選方案為走冷凝器4、脫過熱器13和再沸器8的殼程，物流3優(yōu)選方案為走冷凝器4的管程，物流7優(yōu)選方案為走再沸器8的管程。本發(fā)明方法中，換熱介質(zhì)在冷凝器4與氣相物流3換熱后，得到的蒸汽的溫度優(yōu)選范圍為80 125°C，壓力優(yōu)選范圍為0. 05 0. 3MPa。蒸汽經(jīng)壓縮機壓縮升溫后，溫度優(yōu)選范圍為110 400°C，壓力優(yōu)選范圍為0. 15 O.SMPa。升溫后的蒸汽進入脫過熱器脫過熱后，得到飽和蒸汽。該換熱過程可用于加熱循環(huán)水以生產(chǎn)較低品位的副產(chǎn)蒸汽，或用于預(yù)熱其它的工藝物流。飽和蒸汽溫度優(yōu)選范圍為140 200°C，壓力優(yōu)選范圍為0. 15 0. SMPa0 飽和蒸汽進入再沸器8給塔釜液相物流7加熱后，溫度優(yōu)選范圍為110 180°C，壓力優(yōu)選范圍為0. 1 0. SMPa0在再沸器8中換熱后的蒸汽進入節(jié)流減壓設(shè)備12減壓后，溫度優(yōu)選范圍為80 125°C，壓力優(yōu)選范圍為0. 05 0. 3MPa。減壓后，換熱介質(zhì)進入氣液分離罐， 經(jīng)氣液分離后，液相的溫度優(yōu)選范圍為80 100°C，氣相的溫度優(yōu)選范圍為80 125°C。本發(fā)明方法在醋酸常規(guī)精餾脫水塔生產(chǎn)裝置的基礎(chǔ)上，通過對醋酸脫水塔進行共沸精餾操作，并增設(shè)一套閉式熱泵循環(huán)系統(tǒng)；以水或環(huán)己烷作為換熱介質(zhì)，從較低溫位的塔頂冷凝器取熱，經(jīng)壓縮機壓縮后提高能量品位；高品位的蒸汽通過脫過熱器換熱后轉(zhuǎn)化為飽和蒸汽；該飽和蒸汽用于塔釜再沸器供熱，達到了節(jié)能降耗的目的。同時，由于過熱蒸汽的傳熱系數(shù)較飽和蒸汽要小很多，過熱蒸汽為汽相傳熱，而飽和蒸汽可以迅速冷凝，在蒸汽側(cè)形成液膜，大大增加傳熱速率，減少換熱面積，對于使用價格昂貴的鈦材管再沸器這點尤為重要。高品位的蒸汽通過脫過熱器換熱后轉(zhuǎn)化為飽和蒸汽，該飽和蒸汽用于塔釜再沸器供熱，避免了過熱蒸汽直接進入再沸器，提高了換熱效率，減少了換熱面積，從而減少了再沸器制造中鈦材的用量，而增加的脫過熱換熱器為碳鋼設(shè)備，從而可以降低設(shè)備制造成本。 本發(fā)明方法中，換熱介質(zhì)在再沸器與塔釜物流換熱后，經(jīng)過氣液分離罐分離氣液相，僅僅是將得到的液相再次用于塔頂冷凝器換熱，避免了氣液兩相同時進入冷凝器而引起設(shè)備損耗，提高了塔頂冷凝器的穩(wěn)定性，減少了操作費用。采用本發(fā)明方法，與常規(guī)直接精餾脫水工藝流程相比，能耗下降50 80% ；同時，在熱泵循環(huán)流程中增加了脫過熱器后，傳熱效率可提高10 20%，從而再沸器制造費用降低了 10 20% ；在熱泵循環(huán)流程中增加了氣液分離罐后，裝置操作穩(wěn)定性提高，取得了較好的技術(shù)效果。


圖1為本發(fā)明工藝流程示意圖。圖1中，1為醋酸水溶液進料，2為醋酸脫水塔，3為塔頂氣相出料，4為塔頂冷凝器，5為塔頂產(chǎn)品出料，6為塔頂回流流股，7為塔底液相出料，8為再沸器，9為塔底回流流股，10為濃醋酸產(chǎn)品出料，11為壓縮機，12為節(jié)流減壓設(shè)備，13為脫過熱器，14為氣液分離罐，15為出氣液分離罐的液相換熱介質(zhì)，16為出氣液分離罐的氣相換熱介質(zhì)，17為脫過熱器換熱介質(zhì)。圖1中，對于工藝物料流程，原料稀醋酸水溶液1從中部進入醋酸脫水塔2，經(jīng)共沸精餾分離后，塔頂?shù)玫綒庀辔锪?，塔釜得到液相物流7。物流3經(jīng)冷凝器4換熱冷凝后， 分為物流5和物流6。物流5為醋酸含量< 1重量％的水溶液，它作為塔頂產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程。物流6返回醋酸脫水塔2頂部。物流7經(jīng)再沸器8換熱后，分為物流9和物流 10。物流9返回醋酸脫水塔2底部。物流10為醋酸含量為90 95重量％的醋酸水溶液， 它作為塔釜產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程。對于熱泵循環(huán)流程，以水或環(huán)己烷作為換熱介質(zhì)。換熱介質(zhì)在冷凝器4與氣相物流3換熱后汽化為蒸汽，蒸汽進入壓縮機11壓縮升溫。升溫后的蒸汽進入脫過熱器13與物流17換熱；其中，物流17為循環(huán)水或其它需要預(yù)熱的工藝物流。物流17經(jīng)過脫過熱器 13換熱后產(chǎn)生副產(chǎn)蒸汽或被預(yù)熱，同時使熱泵循環(huán)中的蒸汽變?yōu)轱柡驼羝?。得到的飽和蒸汽進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱。在再沸器8中換熱后的蒸汽進入節(jié)流減壓設(shè)備 12(如孔板、閥門)減壓后，送至氣液分離罐14。經(jīng)氣液分離后，液相15進入塔頂冷凝器4 再次與氣相物流3換熱，氣相16與塔頂冷凝器4出口的氣體混合后進入壓縮機11壓縮升溫，升溫后的蒸汽再次進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱。即醋酸脫水塔塔頂出料冷凝釋放的熱量通過閉式熱泵流程中的換熱介質(zhì)吸收，換熱介質(zhì)吸收塔頂出料的能量后經(jīng)過壓縮機壓縮后溫度升高，用于塔再沸器與塔底出料換熱；氣液分離罐用于分離經(jīng)節(jié)流減壓后的換熱介質(zhì)；脫過熱器用于使換熱介質(zhì)變?yōu)轱柡驼羝?，并將其熱量用以生產(chǎn)低品位的副產(chǎn)蒸汽，或預(yù)熱其它工藝物流。下面通過實施例對本發(fā)明作進一步闡述。
具體實施例方式對比例1稀醋酸水溶液采用常規(guī)精餾的方式進行脫水，無熱泵循環(huán)流程。進料稀醋酸水溶液中醋酸濃度為38質(zhì)量％，醋酸脫水塔塔底出料中醋酸濃度大于94質(zhì)量％，塔頂出料中醋酸濃度小于0. 1質(zhì)量％。醋酸脫水塔的操作條件為塔板數(shù)為89塊，塔釜溫度為131°C，塔頂溫度為 99. 5°C，塔頂操作壓力為0. llMPa，塔釜操作壓力為0. 19MPa，塔頂冷凝器回流比為3. 2，塔釜再沸器回流比為6. 3。冷凝器4的操作條件為管程操作壓力為0. llMPa，操作溫度為99. 5°C ；殼程操作壓力0. 55MPa，入口溫度33°C，出口溫度43°C。再沸器8的操作條件為管程操作壓力為0. 19MPa，操作溫度為131°C;殼程操作壓力為0. 4MPa，操作溫度為143°C。能量消耗情況見表1。對比例2稀醋酸水溶液采用共沸精餾的方式進行脫水，無熱泵循環(huán)流程。進料稀醋酸水溶液中醋酸濃度為38質(zhì)量％，醋酸脫水塔塔底出料中醋酸濃度大于94質(zhì)量％，塔頂出料為醋酸的水溶液，其中醋酸濃度小于0. 1重量％，共沸劑醋酸正丁酯為5重量％。醋酸精餾塔的操作條件為塔板數(shù)為60塊，塔釜溫度為118°C，塔頂溫度為92°C， 塔頂操作壓力為0. IMPa，塔釜操作壓力為0. llMPa，塔頂冷凝器回流比為3，塔釜再沸器回流比為6. 2。冷凝器4的操作條件為管程操作壓力為0. IMPa,操作溫度為92°C ；殼程操作壓力 0. 55MPa，入口 溫度 33 °C，出口溫度 43 °C。再沸器8的操作條件為管程操作壓力為0. llMPa，操作溫度為118°C;殼程操作壓力為0. 4MPa，操作溫度為143°C。能量消耗情況見表1。實施例1采用圖1所示流程，稀醋酸水溶液采用共沸精餾的方式進行脫水，醋酸水溶液 1 (其中醋酸濃度為38質(zhì)量％ )從中部進入醋酸脫水塔2，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫綒庀辔锪?，塔釜得到液相物流7 ；物流3經(jīng)冷凝器4換熱冷凝后，分為物流5和物流6，物流5作為塔頂產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程，物流6返回醋酸脫水塔2頂部；物流7經(jīng)再沸器8換熱后， 分為物流9和物流10，物流9返回2底部，物流10作為塔釜產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程。醋酸脫水塔塔底出料中醋酸濃度大于94質(zhì)量％，塔頂出料中醋酸濃度小于0. 1質(zhì)量％。換熱介質(zhì)水在冷凝器4與氣相物流3換熱后汽化為水蒸汽，水蒸汽進入壓縮機11 壓縮升溫，升溫后的水蒸汽經(jīng)過脫過熱器換熱后進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱；在再沸器8中換熱后的水蒸汽經(jīng)閥門12減壓后，送至氣液分離罐14。經(jīng)分離后的液相15進入塔頂冷凝器4再次與氣相物流3換熱，分離后的氣相16與塔頂冷凝器4出口的氣體混合后進入壓縮機11壓縮升溫，升溫后的水蒸汽再次進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱。其中，醋酸脫水塔2的操作條件塔板數(shù)為89塊，塔釜溫度為127°C，塔頂溫度為 92°C，塔頂操作壓力為0. IMPa，塔釜操作壓力為0. llMPa，物流6與物流5的重量比為3，物流9與物流10的重量比為6. 2。冷凝器4的操作條件為管程操作壓力為0. IMPa,操作溫度為92°C ；殼程操作壓力 0. 07MPa，操作溫度為81°C。再沸器8的操作條件為管程操作壓力為0. llMPa，操作溫度為118°C;殼程操作壓力為 0. 4MPa，入口溫度 145.7°C，出口溫度 145. 7°C。脫過熱器13的操作條件為管程操作壓力為0. 3MPa，操作溫度為133°C;殼程操作壓力0. 4MPa，操作溫度為145. 7 3440C0氣液分離罐14的操作條件操作壓力為0. 07MPa,操作溫度為81°C。本發(fā)明方法增加氣液分離罐后，冷凝器操作狀態(tài)更穩(wěn)定。當(dāng)物流中存在氣相時，氣相部分的進入會引起冷凝器的震動，損耗設(shè)備；當(dāng)氣相部分被分離后，純液相物流的進入可以使冷凝器操作穩(wěn)定，從而提高裝置的使用壽命，減少操作費用。能量消耗情況見表1，傳熱效率及設(shè)備成本見表2。從表1可以看出，與加壓精餾相比，每生產(chǎn)1噸濃醋酸-水溶液，本發(fā)明方法節(jié)約能耗79. 72 % ；與共沸精餾相比，每生產(chǎn)1噸濃醋酸-水溶液，本發(fā)明方法節(jié)約能耗52. 59 %。實施例2同實施例1，只是將換熱介質(zhì)水改為環(huán)己烷，環(huán)己烷在塔頂冷凝器殼程的壓力為常壓，其余操作壓力不變。本發(fā)明方法增加氣液分離罐后，冷凝器操作狀態(tài)更穩(wěn)定。當(dāng)物流中存在氣相時，氣相部分的進入會引起冷凝器的震動，損耗設(shè)備；當(dāng)氣相部分被分離后，純液相物流的進入可以使冷凝器操作穩(wěn)定，從而提高裝置的使用壽命，減少操作費用。能量消耗情況見表1，傳熱效率及設(shè)備成本見表2。從表1可以看出，與加壓精餾相比，每生產(chǎn)1噸濃醋酸-水溶液，本發(fā)明方法節(jié)約能耗76. 0%。與共沸精餾相比，每生產(chǎn)1噸濃醋酸-水溶液，本發(fā)明方法節(jié)約能耗43. 8%。對比例3同實施例2，只是沒有脫過熱器和氣液分離罐，其余操作條件不變。即換熱介質(zhì)環(huán)己烷在冷凝器4與氣相物流3換熱后汽化為環(huán)己烷蒸汽，環(huán)己烷蒸汽進入壓縮機11壓縮升溫，升溫后的環(huán)己烷蒸汽進入再沸器8與塔釜液相物流7換熱；在再沸器8中換熱后的環(huán)己烷蒸汽進入閥門12減壓后，回流至冷凝器4再次與塔頂氣相物流3換熱。其中，醋酸脫水塔2的操作條件塔板數(shù)為89塊，塔釜溫度為127°C，塔頂溫度為 92°C，塔頂操作壓力為0. IMPa，塔釜操作壓力為0. llMPa，物流6與物流5的重量比為3，物流9與物流10的重量比為6. 2。冷凝器4的操作條件為管程操作壓力為0. IMPa,操作溫度為92°C ；殼程操作壓力 0. IMPa，操作溫度為81°C。再沸器8的操作條件為管程操作壓力為0. llMPa，操作溫度為118°C;殼程操作壓力為 0. 4MPa，入口溫度 145.7°C，出口溫度 145. 7°C。傳熱效率及設(shè)備成本見表2。表 權(quán)利要求
1.一種醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，包括以下步驟a)醋酸水溶液(1)從中部進入醋酸脫水塔O)，經(jīng)共沸精餾分離后，塔頂?shù)玫綒庀辔锪?(3)，塔釜得到液相物流(7)；物流C3)經(jīng)冷凝器(4)換熱冷凝后，分為物流( 和物流(6)， 物流( 作為塔頂產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程，物流(6)返回醋酸脫水塔( 頂部；物流(7) 經(jīng)再沸器⑶換熱后，分為物流(9)和物流(10)，物流(9)返回醋酸脫水塔(2)底部，物流 (10)作為塔釜產(chǎn)品出料進入后續(xù)流程；b)換熱介質(zhì)在冷凝器(4)與氣相物流C3)換熱后進入壓縮機(11)壓縮升溫；升溫后的換熱介質(zhì)進入脫過熱器(1 脫過熱；脫過熱的換熱介質(zhì)進入再沸器(8)與塔釜液相物流 (7)換熱后經(jīng)節(jié)流減壓設(shè)備(1 減壓；減壓后的換熱介質(zhì)進入氣液分離罐(14)，氣液分離后，得到液相物流(15)和氣相物流(16)；氣相物流(16)進入壓縮機(11)；液相物流(15) 進入塔頂冷凝器(4)再次與氣相物流C3)換熱；其中，所述換熱介質(zhì)為水或環(huán)己烷。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，其特征在于醋酸脫水塔O)的操作條件塔板數(shù)為60 120塊，塔釜溫度為105 160°C，塔頂溫度為85 135°C，操作壓力為0. 1 0. 4MPa，物流(6)與物流(5)的重量比為0. 5 10，物流(9)與物流(10)的重量比為1 17 ；冷凝器(4)的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 4MPa，操作溫度為85 135°C;殼程操作壓力0. 05 0. 3MPa，操作溫度為80 125°C ；脫過熱器(13)的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 4MPa，操作溫度為100 160°C; 殼程操作壓力0. 1 0. 8MPa，操作溫度為100 400°C ；再沸器(8)的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 4MPa，操作溫度為105 160°C ；殼程操作壓力為0. 15 0. 8MPa，操作溫度為110 400°C。氣液分離罐(14)的操作條件操作壓力為0. 05 0. 3MPa，操作溫度為80 125°C。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，其特征在于醋酸脫水塔O)的操作條件塔板數(shù)為80 100塊，塔釜溫度為110 150°C，塔頂溫度為90 125°C，操作壓力為0. 1 0. 25MPa，物流(6)與物流(5)的重量比為2 4，物流(9)與物流(10)的重量比為4 9 ；冷凝器的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 25MPa，操作溫度為85 125°C ；殼程操作壓力0. 07 0. 3MPa，操作溫度為80 120°C ；脫過熱器(13)的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 3MPa，操作溫度為100 150°C; 殼程操作壓力0. 15 0. 8MPa，操作溫度為110 400°C ；再沸器(8)的操作條件管程操作壓力為0. 1 0. 25MPa，操作溫度為110 150°C;殼程操作壓力為0. 25 0. 7MPa，操作溫度為130 400°C。氣液分離罐(14)的操作條件操作壓力為0. 05 0. 25MPa，操作溫度為80 120°C。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，其特征在于以重量百分比計，醋酸水溶液(1)中醋酸的含量為20 80%，水的含量為20 80%。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，其特征在于換熱介質(zhì)走冷凝器(4)、脫過熱器(1 和再沸器(8)的殼程，物流C3)走冷凝器(4)的管程，物流(7) 走再沸器(8)的管程。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，其特征在于節(jié)流減壓設(shè)備選自孔板或閥門。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種醋酸脫水塔精餾分離醋酸和水的方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中醋酸脫水過程能耗高、設(shè)備制造成本高、操作費用高的問題。本發(fā)明通過采用醋酸脫水塔共沸精餾脫水，熱泵循環(huán)中采用水或環(huán)己烷作為換熱介質(zhì)，醋酸脫水塔塔頂出料冷凝釋放的熱量通過閉式熱泵流程中的換熱介質(zhì)吸收，換熱介質(zhì)吸收塔頂出料的能量后經(jīng)過壓縮后溫度升高，該高溫的過熱蒸汽先經(jīng)脫過熱器脫過熱后形成飽和蒸汽，再通入塔釜再沸器與塔底出料換熱；在塔釜換熱后的蒸汽經(jīng)節(jié)流減壓后進入氣液分離罐，分離后的液相進入塔頂冷凝器換熱，分離后的氣相與塔頂冷凝器出口的氣體混合后一起進入壓縮機，用于再次與塔釜換熱的技術(shù)方案較好地解決了該問題，可應(yīng)用于分離醋酸和水的工業(yè)生產(chǎn)中。
文檔編號B01D3/14GK102451572SQ20101052982
公開日2012年5月16日 申請日期2010年11月3日 優(yōu)先權(quán)日2010年11月3日
發(fā)明者何勤偉, 徐涵正, 李真澤, 楊軍, 鐘亮, 陳迎 申請人:中國石化集團上海工程有限公司, 中國石油化工股份有限公司