專利名稱：可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法及裝置的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法，以及可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置。
背景技術：
哌啶酮作為受阻胺光穩定劑的母體在受阻胺光穩定劑的開發和生產中具有重要地位，以哌啶酮為基礎原料能生產出多種受阻胺光穩定劑中間體和光穩定劑，如四甲基哌啶醇、五甲基哌啶醇、光穩定劑770等。這類光穩定劑是目前為止性能最優良發展最迅速的一類光穩定劑。哌啶酮的純度越高，得到這類光穩定劑的收率也越高，后處理更加容易。目前分離提純哌啶酮的方法主要是間歇精餾方法，可得到純度為95-97%的產品，若要得到純度99%以上的產品，需要結合重結晶的方法。分離哌啶酮的傳統工藝見圖1哌啶酮間歇精餾流程和圖2粗品哌啶酮重結晶流程丙酮和氨的反應液在間歇蒸餾塔內進行間歇蒸餾， 當塔頂哌啶酮的含量達到一定程度把產品流引入原料儲罐，在保證儲罐中哌啶酮的平均濃度為97%以上的情況盡量采出。所得產品即哌啶酮粗品。將哌啶醇粗品在結晶罐中溶于熱乙醇，降溫結晶，經過濾裝置過濾得到哌啶酮的一次結晶產品，按上述步驟對哌啶酮的一次結晶產品進行重復操作，得到哌啶醇二次結晶產品，若二次結晶產品達到產品純度要求， 則不再重結晶，否則繼續重結晶直到達到純度要求為止，兩次結晶母液則送去溶劑回收裝置回收溶劑。從上述流程來看，歇精餾收率低，勞動生產率低，能耗高；結晶過程工藝流程長，勞動強度大，產品哌啶酮以及伴隨其而產生的有用副產物也會隨母液流失，最終會導致目的產物的收率降低，原料單耗增加。

發明內容
本發明的目的在于克服現有技術的不足，提供一種原料少且利用率高，產品純度高和排污量小的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法。本發明的另一目的是提供一種穩定、安全、高效的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置。本發明的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法包括以下步驟(a)哌啶酮粗品原料經預熱到70-75°C后從丙酮回收塔的中部進料口進入塔內， 丙酮從丙酮回收塔的頂部蒸汽出口排出進入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分經第一再沸器加熱汽化返回丙酮回收塔內，另一部分采出，采出的這部分液體先通過第一冷卻器冷卻，冷卻到40-45°C后的液體進入分相罐進行油水分離，水相作為廢水處理，油相則作為下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作壓力為0. 11-0. 15MPa，塔頂和塔底的壓差為1. 7-2. 2kPa ；(b)從所述分相罐分出的油相經過第一預熱器預熱到100-110°C，然后從2#產品塔的中部進料口進入塔內，丙酮寧從2#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第二冷凝器，冷凝的丙酮寧產品一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的2#產品塔塔底排出的釜液部分經第二再沸器加熱汽化返回2#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的2#產品塔的操作壓力為0. 1-0. 13MPa，塔頂和塔底的壓差為0. 8-1. OkPa ；(c)從所述的2#產品塔底部采出的釜液經第二冷卻器冷卻到135-140°C從3#產品塔的中部進料口進入塔內，3#產品塔的塔頂汽相物料從3#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第三冷凝器，冷凝后的3#產品塔的塔頂汽相物料一部分回流，一部分作為產品采出， 在所述的3#產品塔塔底排出的釜液部分經第三再沸器加熱汽化返回3#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的3#產品塔的操作壓力為0. 1-0. llMPa，塔頂和塔底的壓差 1. 9-2. 2kPa ；(d)從所述的3#產品塔底部采出的釜液從哌啶酮塔的中部進料口進入塔內，哌啶酮從哌啶酮塔的頂部蒸汽出口排出進入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分經第四再沸器加熱汽化返回哌啶酮塔內，另一部分進入殘渣儲罐，所述的哌啶酮塔的操作壓力為0. 1-0. llMPa，塔頂和塔底的壓差為1-1. IkPa0本發明的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，它包括丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔，在所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔以及哌啶酮塔的塔頂都連有冷凝和回流裝置以及產品采出管線，在每一塔的下部都分別連接有再沸器，在四個塔的塔體中部分別開有進料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通過管線與第一冷卻器、分相罐以及預熱器依次相連，所述的預熱器的出口通過管線與所述的2#產品塔的進料口相連，所述的2#產品塔的塔底出料口通過裝有第二冷卻器的管線與所述的3#產品塔的進料口相連，所述的3#產品塔的塔底出料口通過管線與所述的哌啶酮塔的進料口相連，在哌啶酮塔的塔底連接有廢液管線，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器為強制循環再沸器。本發明方法和裝置的有益效果由傳統的結晶分離提純工藝改進為本發明的四塔連續蒸餾技術，縮短了工藝流程，提高了分離效率，減少勞動力的消耗。一次可以獲得高純度哌啶酮，同時也可以有效的回收丙酮、丙酮寧和3#產品塔的塔頂汽相物料，減少了污染物的排放，提高了原料的利用率。哌啶酮塔的塔底采用了強制循環再沸器，減少了蒸餾釜熱敏結焦，提高了產品收率。


圖1是哌啶酮間歇精餾流程圖；圖2是哌啶酮粗品重結晶流程圖；圖3是本發明的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法的流程圖。
具體實施例方式下面結合具體的實施例，并參照附圖，對本發明做進一步的說明如圖1所示的本發明的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法，它包括以下步驟(a)哌啶酮粗品原料(主要是丙酮和液氨的反應物)經預熱到70-75°C后從丙酮回收塔的中部進料口進入塔內，丙酮從丙酮回收塔的頂部蒸汽出口排出進入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分經第一再沸器加熱汽化返回上述塔內，另一部分采出，采出的這部分液體先通過第一冷卻器冷卻，冷卻到40-45°C后的液體進入分相罐進行油水分離，水相作為廢水處理，油相則作為下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作壓力為0. 11-0. 15MPa，塔頂和塔底的壓差為 1. 7-2. 2kPa ； (b)從所述分相罐分出的油相經過第一預熱器預熱到100-110°C，然后從2#產品塔的中部進料口進入塔內，丙酮寧從2#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第二冷凝器，冷凝的丙酮寧產品一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的2#產品塔塔底排出的釜液部分經第二再沸器加熱汽化返回2#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的2# 產品塔的操作壓力為0. 1-0. 13MPa,塔頂和塔底的壓差為0. 8-1. OkPa ； (c)從所述的2#產品塔底部采出的釜液經第二冷卻器冷卻到135-1400C從3#產品塔的中部進料口進入塔內， 3#產品塔的塔頂汽相物料從3#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第三冷凝器，冷凝后的3# 產品塔的塔頂汽相物料一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的3#產品塔塔底排出的釜液部分經第三再沸器加熱汽化返回3#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的3#產品塔的操作壓力為0. 102-0. IlMPa,塔頂和塔底的壓差1. 9-2. 2kPa ； (d)從所述的3#產品塔底部采出的釜液從哌啶酮塔的中部進料口進入塔內，哌啶酮從哌啶酮塔的頂部蒸汽出口排出進入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分經第四再沸器加熱汽化返回哌啶酮塔內，另一部分進入殘渣儲罐，所述的哌啶酮塔的操作壓力為0. 1-0. llMPa，塔頂和塔底的壓差為1-1. IkPa0優選的所述的步驟(a)中的哌啶酮粗品原料的預熱原料采用丙酮塔的釜底采出液。優選的所述的步驟(a)中的第一冷卻器的冷媒采用進丙酮塔的哌啶酮粗品原料。本發明的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，它包括丙酮回收塔1、2# 產品塔2、3#產品塔3及哌啶酮塔4，在所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔以及哌啶酮塔的塔頂都連有冷凝和回流裝置以及產品采出管線，在每一塔的下部都分別連接有再沸器，在四個塔的塔體中部分別開有進料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通過管線與第一冷卻器、分相罐以及預熱器依次相連，所述的預熱器的出口通過管線與所述的2#產品塔的進料口相連，所述的2#產品塔的塔底出料口通過裝有第二冷卻器的管線與所述的3#產品塔的進料口相連，所述的3#產品塔的塔底出料口通過管線與所述的哌啶酮塔的進料口相連，在哌啶酮塔的塔底連接有廢液管線，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器為強制循環再沸器。所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔的回流裝置優選的為外回流裝置。所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔的塔內件由規整填料及液體分布器構成或者由塔盤所構成，所述的塔盤為浮閥塔盤、篩板塔盤垂直篩板或者導向篩板等。規整填料可以是板波紋35(^、50(^、25(^;金屬絲網波紋填料可以是8乂-500或者 CY-700。這樣可以大大提高分離效果，提高產品的純度。哌啶酮產品可達到97%以上，丙酮可達到99%以上，丙酮寧98. 5%以上。本發明丙酮回收塔的冷凝器是通過氣相管線與塔頂相連，被冷凝器冷凝下來的液體物料進入回流罐，一部分作為蒸餾塔必備的回流液，該液體通過回流泵進入塔頂回流分布器內，從回流泵出口出來的物料除回流部分外，另一部分進入丙酮儲罐。從丙酮回收塔的底部采出的液相物主要是丙酮寧(2#產品)、3#產品塔的塔頂汽相物料(3#產品)以及哌啶酮產品，該股物料被輸送到2#產品塔的中部進料口作為2#產品塔的進料。本發明2#產品塔的冷凝器是通過氣相管線與塔頂相連，被冷凝器冷凝下來的液體物料進入回流罐，一部分作為蒸餾塔必備的回流液，該液體通過回流泵進入塔頂回流分布器內，從回流泵出口出來的物料除回流部分外，另一部分進入2#產品儲罐。從2#產品塔底部采出的液相物主要是3#產品以及哌啶酮產品，該股物料被輸送到3#產品塔的中部進料口作為3#產品塔的進料。本發明3#產品塔的冷凝器是通過氣相管線與塔頂相連，被冷凝器冷凝下來的液體物料進入回流罐，一部分作為蒸餾塔必備的回流液，該液體通過回流泵進入塔頂回流分布器內，從回流泵出口出來的物料除回流部分外，另一部分進入3#產品儲罐。從3#產品塔的底部采出的液相物大部分是哌啶酮，只有極少部分的比哌啶酮沸點更高些的重組份雜質，該股物料被輸送到哌啶酮精餾塔的中部進料口作為哌啶醇精餾的進料。本發明哌啶酮塔的冷凝器是通過氣相管線與塔頂相連，被冷凝器冷凝下來的液體物料進入回流罐，一部分作為蒸餾塔必備的回流液，該液體通過回流泵進入塔頂回流分布器內，從回流泵出口出來的物料除回流部分外，另一部分進入哌啶酮產品儲罐。從哌啶酮塔底部采出的液相物大部分是比哌啶酮沸點更高些的重組份雜質，該股物料被輸送到殘渣儲罐。哌啶酮塔冷凝器可以選用傳統的固定管板式換熱器，冷媒用一般循環冷卻水即可，但要控制哌啶酮被冷凝的溫度不低于45°C，因為哌啶酮的凝固點在39°C .低于這個溫度時，哌啶酮將出現結晶，堵塞換熱器，嚴重時會造成事故停車。所述的哌啶酮塔的塔底再沸器采用強制循環，這樣可以加快物料的流速，避免塔底物料結晶堵塞換熱器換熱管。所述的哌啶酮塔的塔體外設置保溫夾套或保溫盤管，這樣對開停車比較合適。實施例1(a)將4. lt/hr的哌啶酮原料經預熱器預熱到70°C左右送入丙酮回收塔中部進料口，丙酮從上述丙酮回收塔的塔頂排出進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為丙酮產品采出，所述丙酮回收塔的操作壓力為0. llMPa，塔頂和塔底壓差為1.7kPa;(b)從所述丙酮回收塔塔底采出的物料經冷卻器冷卻到40°C左右進入分相罐，水相作廢水處理，油相采出。 (b)從上述分相罐采出的油相經預熱器預熱到100°C進入2#產品塔中部進料口，2#產品從上述2#產品塔塔的塔頂排出后進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為產品采出，所述回收塔的操作壓力為0. IMPa，塔頂和塔底壓差為0. SkPa ； (c)從所述2#產品塔塔底部采出的物料經冷卻至135°C后送入3#產品塔的中部進料口，在所述3#產品塔塔頂采出氣相3#產品，氣相3#產品經冷凝器冷凝部分回流部分作為產品采出，所述3#產品塔的塔頂操作壓力為0. 102MPa,塔頂和塔底的壓差為1. 9kPa ； (d)從所述3#產品塔塔底部采出的物料經冷卻后送進入送入哌啶酮塔的中部進料口，在所述哌啶酮塔塔頂采出氣相哌啶酮，氣相哌啶酮產品經冷凝器冷凝后部分回流部分作為產品采出，采出量為1. lt/hr，所述哌啶酮塔的塔頂操作壓力為0. IMPa，塔頂和塔底的壓差為IkPa ；塔底采出高沸點殘渣。經檢測哌啶酮產品質量百分純度為99%以上，并回收丙酮、2#產品。實施例2
(a)將2t/hr的哌啶酮原料經預熱器預熱到75°C左右送入丙酮回收塔中部進料口，丙酮從上述丙酮回收塔的塔頂排出進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為乙醇產品采出，所述回收塔的操作壓力為0. 15MPa，塔頂和塔底壓差為2. 2kPa ； (b)從所述丙酮回收塔塔底采出的物料經冷卻器冷卻到45°C進入分相罐，水相作廢水處理，油相采出。(b)從上述分相罐采出的油相經預熱器預熱到110°C進入姊產品塔中部進料口，姊產品從上述姊產品塔塔的塔頂排出后進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為產品采出，所述回收塔的操作壓力為0. 13MPa，塔頂和塔底壓差為IkPa ； (c)從所述2#產品塔塔底部采出的物料經冷卻至140°C后送入3#產品塔的中部進料口，在所述3#產品塔塔頂采出氣相3#產品， 氣相3#產品經冷凝器冷凝部分回流部分作為產品采出，所述3#產品塔的塔頂操作壓力為 0. llMPa，塔頂和塔底的壓差為2. 2kPa ； (d)從所述3#產品塔塔底部采出的物料經冷卻后送進入送入哌啶酮塔的中部進料口，在所述哌啶酮塔塔頂采出氣相哌啶酮，氣相哌啶酮產品經冷凝器冷凝后部分回流部分作為產品采出，采出量為0. 6t/hr，所述哌啶酮塔的塔頂操作壓力為0. llMPa，塔頂和塔底的壓差為1. IkPa ；塔底采出高沸點殘渣。經檢測哌啶酮產品質量百分純度為99%以上，并回收丙酮、姊產品。實施例3(a)將0. 5t/hr的哌啶酮原料經預熱器預熱到72°C左右送入丙酮回收塔中部進料口，丙酮從上述丙酮回收塔的塔頂排出進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為乙醇產品采出，所述回收塔的操作壓力為0. 13MPa，塔頂和塔底壓差為2. IkPa ； (b)從所述丙酮回收塔塔底采出的物料經冷卻器冷卻到43°C進入分相罐，水相作廢水處理，油相采出。(b)從上述分相罐采出的油相經預熱器預熱到105°C進入姊產品塔中部進料口，姊產品從上述姊產品塔塔的塔頂排出后進入冷凝器冷凝，部分回流同時部分作為產品采出，所述回收塔的操作壓力為0. 12MPa，塔頂和塔底壓差為0. 9kPa ； (c)從所述2#產品塔塔底部采出的物料經冷卻后送入3#產品塔的中部進料口，在所述3#產品塔塔頂采出氣相3#產品，氣相3# 產品經冷凝器冷凝部分回流部分作為產品采出，所述3#產品塔的塔頂操作壓力為0. IMPa, 塔頂和塔底的壓差為2kPa ； (d)從所述3#產品塔塔底部采出的物料經冷卻后送進入送入哌啶酮塔的中部進料口，在所述哌啶酮塔塔頂采出氣相哌啶酮，氣相哌啶酮產品經冷凝器冷凝后部分回流部分作為產品采出，采出量為0. 3t/hr，所述哌啶酮塔的塔頂操作壓力為 0. IMPa，塔頂和塔底的壓差為1. OkPa ；塔底采出高沸點殘渣。經檢測哌啶酮產品質量百分純度為99%以上，并回收丙酮、姊產品。
權利要求
1.可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法，其特征在于包括以下步驟(a)哌啶酮粗品原料經預熱到70-75°C后從丙酮回收塔的中部進料口進入塔內，丙酮從丙酮回收塔的頂部蒸汽出口排出進入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分經第一再沸器加熱汽化返回丙酮回收塔內，另一部分采出，采出的這部分液體先通過第一冷卻器冷卻，冷卻到40-45°C后的液體進入分相罐進行油水分離，水相作為廢水處理，油相則作為下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作壓力為0. 11-0. 15MPa，塔頂和塔底的壓差為1. 7-2. 2kPa ；(b)從所述分相罐分出的油相經過第一預熱器預熱到100-110°C，然后從2#產品塔的中部進料口進入塔內，丙酮寧從2#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第二冷凝器，冷凝的丙酮寧產品一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的2#產品塔塔底排出的釜液部分經第二再沸器加熱汽化返回2#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的2#產品塔的操作壓力為0. 1-0. 13MPa，塔頂和塔底的壓差為0. 8-1. OkPa ；(c)從所述的2#產品塔底部采出的釜液經第二冷卻器冷卻到135-140°C從3#產品塔的中部進料口進入塔內，3#產品塔的塔頂汽相物料從3#產品塔的頂部蒸汽出口排出進入第三冷凝器，冷凝后的3#產品塔的塔頂汽相物料一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的3#產品塔塔底排出的釜液部分經第三再沸器加熱汽化返回3#產品塔塔內，另一部分采出作為下一塔的原料，所述的3#產品塔的操作壓力為0. 1-0. llMPa，塔頂和塔底的壓差 1. 9-2. 2kPa ；(d)從所述的3#產品塔底部采出的釜液從哌啶酮塔的中部進料口進入塔內，哌啶酮從哌啶酮塔的頂部蒸汽出口排出進入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作為產品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分經第四再沸器加熱汽化返回哌啶酮塔內，另一部分進入殘渣儲罐，所述的哌啶酮塔的操作壓力為0. 1-0. llMPa，塔頂和塔底的壓差為 1-1. IkPa0
2.根據權利要求1所述的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法，其特征在于 所述的哌啶酮塔的塔底第四再沸器采用強制循環。
3.可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，其特征在于它包括丙酮回收塔、2# 產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔，在所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔以及哌啶酮塔的塔頂都連有冷凝和回流裝置以及產品采出管線，在每一塔的下部都分別連接有再沸器，在四個塔的塔體中部分別開有進料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通過管線與第一冷卻器、分相罐以及預熱器依次相連，所述的預熱器的出口通過管線與所述的2#產品塔的進料口相連，所述的2#產品塔的塔底出料口通過裝有第二冷卻器的管線與所述的3#產品塔的進料口相連，所述的3#產品塔的塔底出料口通過管線與所述的哌啶酮塔的進料口相連，在哌啶酮塔的塔底連接有廢液管線，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器為強制循環再沸器。
4.根據權利要求3所述的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，其特征在于 所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔的回流裝置為外回流裝置。
5.根據權利要求4所述的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，其特征在于 所述的哌啶醇塔的塔底第四再沸器采用的是強制循環再沸器。
6.根據權利要求5所述的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，其特征在于 在所述的哌啶酮塔的塔體外設置有保溫夾套或保溫盤管。
7.根據權利要求6所述的可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產裝置，其特征在于 所述的丙酮回收塔、2#產品塔、3#產品塔及哌啶酮塔的塔內件由規整填料及液體分布器構成或者由塔盤所構成，所述的塔盤為浮閥塔盤、篩板塔盤垂直篩板或者導向篩板。
全文摘要
本發明公開了可連續回收丙酮的哌啶酮連續精制生產方法及裝置，本裝置包括丙酮回收塔、2#、3#產品塔及哌啶酮塔，在丙酮回收塔、2#、3#產品塔以及哌啶酮塔的塔頂都連有冷凝和回流裝置以及產品采出管線，在每一塔的下部都分別連接有再沸器，在四個塔的塔體中部分別開有進料口，丙酮回收塔的塔底出料口通過管線與第一冷卻器、分相罐以及預熱器依次相連，預熱器的出口通過管線與2#產品塔的進料口相連，2#產品塔的塔底出料口通過裝有第二冷卻器的管線與3#產品塔的進料口相連，3#產品塔的塔底出料口通過管線與哌啶酮塔的進料口相連。采用本方法縮短了工藝流程，提高了分離效率，減少勞動力的消耗。
文檔編號C07C49/08GK102321013SQ201110260239
公開日2012年1月18日 申請日期2011年9月6日 優先權日2011年9月6日
發明者馮惠生, 劉葉鳳, 單純, 徐菲菲, 王強 申請人:天津大學