专利名称：可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法及装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法，以及可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置。
背景技术：
哌啶酮作为受阻胺光稳定剂的母体在受阻胺光稳定剂的开发和生产中具有重要地位，以哌啶酮为基础原料能生产出多种受阻胺光稳定剂中间体和光稳定剂，如四甲基哌啶醇、五甲基哌啶醇、光稳定剂770等。这类光稳定剂是目前为止性能最优良发展最迅速的一类光稳定剂。哌啶酮的纯度越高，得到这类光稳定剂的收率也越高，后处理更加容易。目前分离提纯哌啶酮的方法主要是间歇精馏方法，可得到纯度为95-97%的产品，若要得到纯度99%以上的产品，需要结合重结晶的方法。分离哌啶酮的传统工艺见图1哌啶酮间歇精馏流程和图2粗品哌啶酮重结晶流程丙酮和氨的反应液在间歇蒸馏塔内进行间歇蒸馏， 当塔顶哌啶酮的含量达到一定程度把产品流引入原料储罐，在保证储罐中哌啶酮的平均浓度为97%以上的情况尽量采出。所得产品即哌啶酮粗品。将哌啶醇粗品在结晶罐中溶于热乙醇，降温结晶，经过滤装置过滤得到哌啶酮的一次结晶产品，按上述步骤对哌啶酮的一次结晶产品进行重复操作，得到哌啶醇二次结晶产品，若二次结晶产品达到产品纯度要求， 则不再重结晶，否则继续重结晶直到达到纯度要求为止，两次结晶母液则送去溶剂回收装置回收溶剂。从上述流程来看，歇精馏收率低，劳动生产率低，能耗高；结晶过程工艺流程长，劳动强度大，产品哌啶酮以及伴随其而产生的有用副产物也会随母液流失，最终会导致目的产物的收率降低，原料单耗增加。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种原料少且利用率高，产品纯度高和排污量小的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法。本发明的另一目的是提供一种稳定、安全、高效的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置。本发明的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法包括以下步骤(a)哌啶酮粗品原料经预热到70-75°C后从丙酮回收塔的中部进料口进入塔内， 丙酮从丙酮回收塔的顶部蒸汽出口排出进入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分经第一再沸器加热汽化返回丙酮回收塔内，另一部分采出，采出的这部分液体先通过第一冷却器冷却，冷却到40-45°C后的液体进入分相罐进行油水分离，水相作为废水处理，油相则作为下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作压力为0. 11-0. 15MPa，塔顶和塔底的压差为1. 7-2. 2kPa ；(b)从所述分相罐分出的油相经过第一预热器预热到100-110°C，然后从2#产品塔的中部进料口进入塔内，丙酮宁从2#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第二冷凝器，冷凝的丙酮宁产品一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的2#产品塔塔底排出的釜液部分经第二再沸器加热汽化返回2#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的2#产品塔的操作压力为0. 1-0. 13MPa，塔顶和塔底的压差为0. 8-1. OkPa ；(c)从所述的2#产品塔底部采出的釜液经第二冷却器冷却到135-140°C从3#产品塔的中部进料口进入塔内，3#产品塔的塔顶汽相物料从3#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第三冷凝器，冷凝后的3#产品塔的塔顶汽相物料一部分回流，一部分作为产品采出， 在所述的3#产品塔塔底排出的釜液部分经第三再沸器加热汽化返回3#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的3#产品塔的操作压力为0. 1-0. llMPa，塔顶和塔底的压差 1. 9-2. 2kPa ；(d)从所述的3#产品塔底部采出的釜液从哌啶酮塔的中部进料口进入塔内，哌啶酮从哌啶酮塔的顶部蒸汽出口排出进入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分经第四再沸器加热汽化返回哌啶酮塔内，另一部分进入残渣储罐，所述的哌啶酮塔的操作压力为0. 1-0. llMPa，塔顶和塔底的压差为1-1. IkPa0本发明的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，它包括丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔，在所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔以及哌啶酮塔的塔顶都连有冷凝和回流装置以及产品采出管线，在每一塔的下部都分别连接有再沸器，在四个塔的塔体中部分别开有进料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通过管线与第一冷却器、分相罐以及预热器依次相连，所述的预热器的出口通过管线与所述的2#产品塔的进料口相连，所述的2#产品塔的塔底出料口通过装有第二冷却器的管线与所述的3#产品塔的进料口相连，所述的3#产品塔的塔底出料口通过管线与所述的哌啶酮塔的进料口相连，在哌啶酮塔的塔底连接有废液管线，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器为强制循环再沸器。本发明方法和装置的有益效果由传统的结晶分离提纯工艺改进为本发明的四塔连续蒸馏技术，缩短了工艺流程，提高了分离效率，减少劳动力的消耗。一次可以获得高纯度哌啶酮，同时也可以有效的回收丙酮、丙酮宁和3#产品塔的塔顶汽相物料，减少了污染物的排放，提高了原料的利用率。哌啶酮塔的塔底采用了强制循环再沸器，减少了蒸馏釜热敏结焦，提高了产品收率。
图1是哌啶酮间歇精馏流程图；图2是哌啶酮粗品重结晶流程图；图3是本发明的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法的流程图。
具体实施例方式下面结合具体的实施例，并参照附图，对本发明做进一步的说明如图1所示的本发明的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法，它包括以下步骤(a)哌啶酮粗品原料(主要是丙酮和液氨的反应物)经预热到70-75°C后从丙酮回收塔的中部进料口进入塔内，丙酮从丙酮回收塔的顶部蒸汽出口排出进入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分经第一再沸器加热汽化返回上述塔内，另一部分采出，采出的这部分液体先通过第一冷却器冷却，冷却到40-45°C后的液体进入分相罐进行油水分离，水相作为废水处理，油相则作为下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作压力为0. 11-0. 15MPa，塔顶和塔底的压差为 1. 7-2. 2kPa ； (b)从所述分相罐分出的油相经过第一预热器预热到100-110°C，然后从2#产品塔的中部进料口进入塔内，丙酮宁从2#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第二冷凝器，冷凝的丙酮宁产品一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的2#产品塔塔底排出的釜液部分经第二再沸器加热汽化返回2#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的2# 产品塔的操作压力为0. 1-0. 13MPa,塔顶和塔底的压差为0. 8-1. OkPa ； (c)从所述的2#产品塔底部采出的釜液经第二冷却器冷却到135-1400C从3#产品塔的中部进料口进入塔内， 3#产品塔的塔顶汽相物料从3#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第三冷凝器，冷凝后的3# 产品塔的塔顶汽相物料一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的3#产品塔塔底排出的釜液部分经第三再沸器加热汽化返回3#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的3#产品塔的操作压力为0. 102-0. IlMPa,塔顶和塔底的压差1. 9-2. 2kPa ； (d)从所述的3#产品塔底部采出的釜液从哌啶酮塔的中部进料口进入塔内，哌啶酮从哌啶酮塔的顶部蒸汽出口排出进入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分经第四再沸器加热汽化返回哌啶酮塔内，另一部分进入残渣储罐，所述的哌啶酮塔的操作压力为0. 1-0. llMPa，塔顶和塔底的压差为1-1. IkPa0优选的所述的步骤(a)中的哌啶酮粗品原料的预热原料采用丙酮塔的釜底采出液。优选的所述的步骤(a)中的第一冷却器的冷媒采用进丙酮塔的哌啶酮粗品原料。本发明的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，它包括丙酮回收塔1、2# 产品塔2、3#产品塔3及哌啶酮塔4，在所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔以及哌啶酮塔的塔顶都连有冷凝和回流装置以及产品采出管线，在每一塔的下部都分别连接有再沸器，在四个塔的塔体中部分别开有进料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通过管线与第一冷却器、分相罐以及预热器依次相连，所述的预热器的出口通过管线与所述的2#产品塔的进料口相连，所述的2#产品塔的塔底出料口通过装有第二冷却器的管线与所述的3#产品塔的进料口相连，所述的3#产品塔的塔底出料口通过管线与所述的哌啶酮塔的进料口相连，在哌啶酮塔的塔底连接有废液管线，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器为强制循环再沸器。所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔的回流装置优选的为外回流装置。所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔的塔内件由规整填料及液体分布器构成或者由塔盘所构成，所述的塔盘为浮阀塔盘、筛板塔盘垂直筛板或者导向筛板等。规整填料可以是板波纹35(^、50(^、25(^;金属丝网波纹填料可以是8乂-500或者 CY-700。这样可以大大提高分离效果，提高产品的纯度。哌啶酮产品可达到97%以上，丙酮可达到99%以上，丙酮宁98. 5%以上。本发明丙酮回收塔的冷凝器是通过气相管线与塔顶相连，被冷凝器冷凝下来的液体物料进入回流罐，一部分作为蒸馏塔必备的回流液，该液体通过回流泵进入塔顶回流分布器内，从回流泵出口出来的物料除回流部分外，另一部分进入丙酮储罐。从丙酮回收塔的底部采出的液相物主要是丙酮宁(2#产品)、3#产品塔的塔顶汽相物料(3#产品)以及哌啶酮产品，该股物料被输送到2#产品塔的中部进料口作为2#产品塔的进料。本发明2#产品塔的冷凝器是通过气相管线与塔顶相连，被冷凝器冷凝下来的液体物料进入回流罐，一部分作为蒸馏塔必备的回流液，该液体通过回流泵进入塔顶回流分布器内，从回流泵出口出来的物料除回流部分外，另一部分进入2#产品储罐。从2#产品塔底部采出的液相物主要是3#产品以及哌啶酮产品，该股物料被输送到3#产品塔的中部进料口作为3#产品塔的进料。本发明3#产品塔的冷凝器是通过气相管线与塔顶相连，被冷凝器冷凝下来的液体物料进入回流罐，一部分作为蒸馏塔必备的回流液，该液体通过回流泵进入塔顶回流分布器内，从回流泵出口出来的物料除回流部分外，另一部分进入3#产品储罐。从3#产品塔的底部采出的液相物大部分是哌啶酮，只有极少部分的比哌啶酮沸点更高些的重组份杂质，该股物料被输送到哌啶酮精馏塔的中部进料口作为哌啶醇精馏的进料。本发明哌啶酮塔的冷凝器是通过气相管线与塔顶相连，被冷凝器冷凝下来的液体物料进入回流罐，一部分作为蒸馏塔必备的回流液，该液体通过回流泵进入塔顶回流分布器内，从回流泵出口出来的物料除回流部分外，另一部分进入哌啶酮产品储罐。从哌啶酮塔底部采出的液相物大部分是比哌啶酮沸点更高些的重组份杂质，该股物料被输送到残渣储罐。哌啶酮塔冷凝器可以选用传统的固定管板式换热器，冷媒用一般循环冷却水即可，但要控制哌啶酮被冷凝的温度不低于45°C，因为哌啶酮的凝固点在39°C .低于这个温度时，哌啶酮将出现结晶，堵塞换热器，严重时会造成事故停车。所述的哌啶酮塔的塔底再沸器采用强制循环，这样可以加快物料的流速，避免塔底物料结晶堵塞换热器换热管。所述的哌啶酮塔的塔体外设置保温夹套或保温盘管，这样对开停车比较合适。实施例1(a)将4. lt/hr的哌啶酮原料经预热器预热到70°C左右送入丙酮回收塔中部进料口，丙酮从上述丙酮回收塔的塔顶排出进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为丙酮产品采出，所述丙酮回收塔的操作压力为0. llMPa，塔顶和塔底压差为1.7kPa;(b)从所述丙酮回收塔塔底采出的物料经冷却器冷却到40°C左右进入分相罐，水相作废水处理，油相采出。 (b)从上述分相罐采出的油相经预热器预热到100°C进入2#产品塔中部进料口，2#产品从上述2#产品塔塔的塔顶排出后进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为产品采出，所述回收塔的操作压力为0. IMPa，塔顶和塔底压差为0. SkPa ； (c)从所述2#产品塔塔底部采出的物料经冷却至135°C后送入3#产品塔的中部进料口，在所述3#产品塔塔顶采出气相3#产品，气相3#产品经冷凝器冷凝部分回流部分作为产品采出，所述3#产品塔的塔顶操作压力为0. 102MPa,塔顶和塔底的压差为1. 9kPa ； (d)从所述3#产品塔塔底部采出的物料经冷却后送进入送入哌啶酮塔的中部进料口，在所述哌啶酮塔塔顶采出气相哌啶酮，气相哌啶酮产品经冷凝器冷凝后部分回流部分作为产品采出，采出量为1. lt/hr，所述哌啶酮塔的塔顶操作压力为0. IMPa，塔顶和塔底的压差为IkPa ；塔底采出高沸点残渣。经检测哌啶酮产品质量百分纯度为99%以上，并回收丙酮、2#产品。实施例2
(a)将2t/hr的哌啶酮原料经预热器预热到75°C左右送入丙酮回收塔中部进料口，丙酮从上述丙酮回收塔的塔顶排出进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为乙醇产品采出，所述回收塔的操作压力为0. 15MPa，塔顶和塔底压差为2. 2kPa ； (b)从所述丙酮回收塔塔底采出的物料经冷却器冷却到45°C进入分相罐，水相作废水处理，油相采出。(b)从上述分相罐采出的油相经预热器预热到110°C进入姊产品塔中部进料口，姊产品从上述姊产品塔塔的塔顶排出后进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为产品采出，所述回收塔的操作压力为0. 13MPa，塔顶和塔底压差为IkPa ； (c)从所述2#产品塔塔底部采出的物料经冷却至140°C后送入3#产品塔的中部进料口，在所述3#产品塔塔顶采出气相3#产品， 气相3#产品经冷凝器冷凝部分回流部分作为产品采出，所述3#产品塔的塔顶操作压力为 0. llMPa，塔顶和塔底的压差为2. 2kPa ； (d)从所述3#产品塔塔底部采出的物料经冷却后送进入送入哌啶酮塔的中部进料口，在所述哌啶酮塔塔顶采出气相哌啶酮，气相哌啶酮产品经冷凝器冷凝后部分回流部分作为产品采出，采出量为0. 6t/hr，所述哌啶酮塔的塔顶操作压力为0. llMPa，塔顶和塔底的压差为1. IkPa ；塔底采出高沸点残渣。经检测哌啶酮产品质量百分纯度为99%以上，并回收丙酮、姊产品。实施例3(a)将0. 5t/hr的哌啶酮原料经预热器预热到72°C左右送入丙酮回收塔中部进料口，丙酮从上述丙酮回收塔的塔顶排出进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为乙醇产品采出，所述回收塔的操作压力为0. 13MPa，塔顶和塔底压差为2. IkPa ； (b)从所述丙酮回收塔塔底采出的物料经冷却器冷却到43°C进入分相罐，水相作废水处理，油相采出。(b)从上述分相罐采出的油相经预热器预热到105°C进入姊产品塔中部进料口，姊产品从上述姊产品塔塔的塔顶排出后进入冷凝器冷凝，部分回流同时部分作为产品采出，所述回收塔的操作压力为0. 12MPa，塔顶和塔底压差为0. 9kPa ； (c)从所述2#产品塔塔底部采出的物料经冷却后送入3#产品塔的中部进料口，在所述3#产品塔塔顶采出气相3#产品，气相3# 产品经冷凝器冷凝部分回流部分作为产品采出，所述3#产品塔的塔顶操作压力为0. IMPa, 塔顶和塔底的压差为2kPa ； (d)从所述3#产品塔塔底部采出的物料经冷却后送进入送入哌啶酮塔的中部进料口，在所述哌啶酮塔塔顶采出气相哌啶酮，气相哌啶酮产品经冷凝器冷凝后部分回流部分作为产品采出，采出量为0. 3t/hr，所述哌啶酮塔的塔顶操作压力为 0. IMPa，塔顶和塔底的压差为1. OkPa ；塔底采出高沸点残渣。经检测哌啶酮产品质量百分纯度为99%以上，并回收丙酮、姊产品。
权利要求
1.可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法，其特征在于包括以下步骤(a)哌啶酮粗品原料经预热到70-75°C后从丙酮回收塔的中部进料口进入塔内，丙酮从丙酮回收塔的顶部蒸汽出口排出进入第一冷凝器，冷凝的丙酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的丙酮回收塔塔底排出的釜液一部分经第一再沸器加热汽化返回丙酮回收塔内，另一部分采出，采出的这部分液体先通过第一冷却器冷却，冷却到40-45°C后的液体进入分相罐进行油水分离，水相作为废水处理，油相则作为下一塔的原料，所述的丙酮回收塔的操作压力为0. 11-0. 15MPa，塔顶和塔底的压差为1. 7-2. 2kPa ；(b)从所述分相罐分出的油相经过第一预热器预热到100-110°C，然后从2#产品塔的中部进料口进入塔内，丙酮宁从2#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第二冷凝器，冷凝的丙酮宁产品一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的2#产品塔塔底排出的釜液部分经第二再沸器加热汽化返回2#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的2#产品塔的操作压力为0. 1-0. 13MPa，塔顶和塔底的压差为0. 8-1. OkPa ；(c)从所述的2#产品塔底部采出的釜液经第二冷却器冷却到135-140°C从3#产品塔的中部进料口进入塔内，3#产品塔的塔顶汽相物料从3#产品塔的顶部蒸汽出口排出进入第三冷凝器，冷凝后的3#产品塔的塔顶汽相物料一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的3#产品塔塔底排出的釜液部分经第三再沸器加热汽化返回3#产品塔塔内，另一部分采出作为下一塔的原料，所述的3#产品塔的操作压力为0. 1-0. llMPa，塔顶和塔底的压差 1. 9-2. 2kPa ；(d)从所述的3#产品塔底部采出的釜液从哌啶酮塔的中部进料口进入塔内，哌啶酮从哌啶酮塔的顶部蒸汽出口排出进入第四冷凝器，冷凝后的哌啶酮一部分回流，一部分作为产品采出，在所述的哌啶酮塔塔底排出的釜液部分经第四再沸器加热汽化返回哌啶酮塔内，另一部分进入残渣储罐，所述的哌啶酮塔的操作压力为0. 1-0. llMPa，塔顶和塔底的压差为 1-1. IkPa0
2.根据权利要求1所述的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法，其特征在于 所述的哌啶酮塔的塔底第四再沸器采用强制循环。
3.可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，其特征在于它包括丙酮回收塔、2# 产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔，在所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔以及哌啶酮塔的塔顶都连有冷凝和回流装置以及产品采出管线，在每一塔的下部都分别连接有再沸器，在四个塔的塔体中部分别开有进料口，所述的丙酮回收塔的塔底出料口通过管线与第一冷却器、分相罐以及预热器依次相连，所述的预热器的出口通过管线与所述的2#产品塔的进料口相连，所述的2#产品塔的塔底出料口通过装有第二冷却器的管线与所述的3#产品塔的进料口相连，所述的3#产品塔的塔底出料口通过管线与所述的哌啶酮塔的进料口相连，在哌啶酮塔的塔底连接有废液管线，所述的哌啶酮塔的塔底的再沸器为强制循环再沸器。
4.根据权利要求3所述的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，其特征在于 所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔的回流装置为外回流装置。
5.根据权利要求4所述的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，其特征在于 所述的哌啶醇塔的塔底第四再沸器采用的是强制循环再沸器。
6.根据权利要求5所述的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，其特征在于 在所述的哌啶酮塔的塔体外设置有保温夹套或保温盘管。
7.根据权利要求6所述的可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产装置，其特征在于 所述的丙酮回收塔、2#产品塔、3#产品塔及哌啶酮塔的塔内件由规整填料及液体分布器构成或者由塔盘所构成，所述的塔盘为浮阀塔盘、筛板塔盘垂直筛板或者导向筛板。
全文摘要
本发明公开了可连续回收丙酮的哌啶酮连续精制生产方法及装置，本装置包括丙酮回收塔、2#、3#产品塔及哌啶酮塔，在丙酮回收塔、2#、3#产品塔以及哌啶酮塔的塔顶都连有冷凝和回流装置以及产品采出管线，在每一塔的下部都分别连接有再沸器，在四个塔的塔体中部分别开有进料口，丙酮回收塔的塔底出料口通过管线与第一冷却器、分相罐以及预热器依次相连，预热器的出口通过管线与2#产品塔的进料口相连，2#产品塔的塔底出料口通过装有第二冷却器的管线与3#产品塔的进料口相连，3#产品塔的塔底出料口通过管线与哌啶酮塔的进料口相连。采用本方法缩短了工艺流程，提高了分离效率，减少劳动力的消耗。
文档编号C07C49/08GK102321013SQ201110260239
公开日2012年1月18日 申请日期2011年9月6日 优先权日2011年9月6日
发明者冯惠生, 刘叶凤, 单纯, 徐菲菲, 王强 申请人:天津大学