丁酮的制備與精制的方法
【專利摘要】本發明提供的是一種丁酮的制備與精制方法，包括：(A)在填充有加氫催化劑的固定床反應器中，乙酸仲丁酯與氫氣進行加氫反應；(B)將步驟(A)中得到的加氫產物進入粗醇分離塔進行分離，塔頂得到粗乙醇，塔釜組分進入仲丁醇精制塔進行精制；(C)將仲丁醇精制塔塔頂得到的高純度仲丁醇預熱后進入到裝有脫氫催化劑的脫氫反應器中進行脫氫反應；(D)將步驟(C)獲得的脫氫產物經緩沖罐進入到丁酮干燥塔中，共沸劑從回流罐罐頂補入；通過共沸精餾脫去粗丁酮中的水；(E)讓步驟(D)中脫水后的粗丁酮進入丁酮精制塔蒸餾，在丁酮精制塔塔頂得到質量分數99％以上的丁酮。
【專利說明】丁酮的制備與精制的方法
【技術領域】
[0001] 本發明涉及一種丁酮的制備與精制的方法。 技術背景
[0002] 隨著乙酸仲丁酯在市場上的應用與推廣，開發出了不同的用途，其應用前景使得 生產規模的不斷擴大。從2008年至今，乙酸仲丁酯已經成為一種大宗化工產品，其下游產 品的開發也逐漸引起各大生產廠家與科研結構的關注。
[0003] 在乙酸仲丁酯的下游產品中仲丁醇是最重要的一種，其可以用作乳化劑、染料分 散齊IJ、脫水劑、脫漆劑、工業洗滌劑等，還用作增塑劑、除草劑、油脂萃取劑。由于往涂料中添 加適量的仲丁醇能增加涂料的加工性能和延展性，故可用作硝基噴漆、硝基漆稀釋劑的助 溶劑。同時也是生產香料、染料、潤濕劑、浮選劑等的重要原料之一。但是目前仲丁醇的最 大的用途還是在于作為生產丁酮的中間體。丁酮的市場消費量巨大，導致了其生產原料仲 丁醇的市場需求量也很大，比例達到90%以上。
[0004] 目前，丁酮的生產方法有正丁烯法、丁烷液相氧化法、異丁苯法、異丁烯氧化法、丁 二烯催化水解法、混合碳四烴氧化法等十余種。工業生產方法主要為正丁烯法、丁烷液相氧 化法和異丁苯法3種，其中又以正丁烯法應用工業化生產最為普遍。此法存在單程反應轉 化率低，產物分離復雜，能耗高的缺點。因此，很有必要進一步尋求節能并且環保的合成仲 丁醇的新方法。
[0005] 因此，開發乙酸仲丁酯下游產品具有十分重要的意義，可以延伸乙酸仲丁酯產業 鏈，解決將來可能的產能過剩問題。
[0006] 中國專利CN102351672A提供了一種連續高效甲乙酮的方法.該方法是有機磺酸 為催化劑，以2, 3-丁二醇為原料在攪拌反應釜中液相脫水制備甲乙酮，據描述2, 3-丁 二醇的轉化率可達到95%以上，甲乙酮的可達到收率91%以上。
[0007] 在專利號CN103170352A中介紹了一種乙酸仲丁酯加氫催化劑及制備方法和應 用，據該方法介紹該催化劑含有銅和鈀活性組分元素以及鋅和鋯助劑組分元素，在200°C左 右仲丁醇的選擇性高達100%。該專利在催化劑組分方面做了很多的研究，但是沒有就制備 工藝和仲丁醇的精制做任何說明，也沒有對加氫反應的條件做進一步的探索研究。
[0008] 在專利號CN102992984A中介紹了一種丁酮的制備方法，該方法是將乙酸仲丁醋 和低碳醇進行酯交換反應在反應精餾塔中得到仲丁醇，然后仲丁醇進行脫氫反應得到丁 酮。該方法中的酯交換反應是離子交換樹脂的作用下，在精餾塔的塔釜中完成的反應，催化 劑可以選酸性樹脂也可以選堿性樹脂，但是文中沒有對酯交換反應做進一步優化，并且該 反應精餾方式也存在很大的局限性。同時在催樹脂催化劑選用上，酸性樹脂與堿性樹脂在 本反應中由于水的存在需要做進一步的調整，從而影響后續產物精制的步驟。
[0009] 在專利號CN102976892A中介紹了醋酸酯加氫制乙醇的方法，該方法在裝填有銅 基催化劑的固定床反應器中，在一定的溫度、壓力、氫酯質量比以及氫氣循環的條件下，進 行醋酸酯加氫反應生成乙醇；該方案中的醋酸酯為醋酸甲酯與醋酸乙酯，它們的加氫副產 物為甲醇，因此可以氣相循環使用。
【發明內容】
[0010] 本發明提供了一種丁酮的制備與精制的方法，目的是為了擴展乙酸仲丁酯行業的 衍生品，解決其因產能擴大可能會導致的產品過剩的問題。
[0011] 本發明提供一種丁酮的制備與精制方法，該方法包括以下步驟：
[0012] (A)乙酸仲丁酯預熱氣化（使用乙酸仲丁酯氣化器）（例如至105?120°C，優選 110?115°C )后與氫氣混合，進一步二次預熱（例如至200?280°C，優選200?250°C ) 后進入裝有加氫催化劑的加氫反應器（優選固定床反應器）中進行加氫反應，得到含有仲 丁醇、乙醇、未反乙酸仲丁酯、水、重質物及丁酮的加氫產物；
[0013] (B)將步驟（A)中得到的加氫產物（優選在與乙酸仲丁酯進料換熱后）進入粗醇 分離塔進行分離，塔頂得到粗乙醇，塔釜組分進入仲丁醇精制塔進行精制；
[0014] (C)將步驟（B)得到粗乙醇進入乙醇精制塔中；通過其組分的共沸作用塔頂得到 水、乙酸乙酯、丁酮的混合物，塔底得到無水乙醇。
[0015] (D)將仲丁醇精制塔中得到的高純度仲丁醇預熱后進入到裝有脫氫催化劑的脫氫 反應器中進行脫氫反應，獲得含有丁酮、未反仲丁醇、水及重質物的脫氫產物；
[0016] (E)將步驟（D)獲得的脫氫產物引入到丁酮干燥塔中，通過共沸精餾脫去粗丁酮 中的水；
[0017] (F)讓步驟（E)中在丁酮干燥塔中脫水后的粗丁酮進入丁酮精制塔蒸餾，在丁酮 精制塔塔頂得到質量分數99%以上的丁酮。
[0018]優選地，粗醇分離塔塔頂得到的粗乙醇進入到乙醇脫水塔精制。
[0019]優選地，將經過加氫反應器后的物料（反應后產物）換熱（與乙酸仲丁酯氣化器 換熱至例如250?300°C，優選270?280°C，與乙酸仲丁酯進料熱交換）后經兩級減壓緩 沖罐中進行氣液分離，其中高壓緩沖罐中氣相不凝氣組部分返回到原料氫氣進料處，經氫 氣提純裝置后回收使用，液相進低壓緩沖罐；低壓緩沖罐中的氣相去火炬，減壓后液相進入 到粗醇分離塔中。在粗醇分離塔中，加氫反應產物中含有的乙醇，及少量的水、丁酮、乙酸乙 酯的物料進入塔頂的回流罐中。該部分物料去乙醇脫水塔，經精制可以得到無水乙醇。粗 醇分離塔塔釜主要為仲丁醇和未反乙酸仲丁酯及少量重質物的混合物，對混合物進一步恒 沸精制可以得高純度的仲丁醇。
[0020] 在步驟（A)中可以采用的加氫工藝有懸浮床加氫、固定床氣相加氫、固定床滴流 加氫；本反應中乙酸仲丁酯碳原子數目小于10,優選用固定床氣相加氫。
[0021] 在步驟（A)中，所用催化劑的加氫催化劑選用常用的銅基催化劑外，還可以選用 其他加氫催化劑，例如錳氧催化劑、貴金屬催化劑，所述的加氫催化劑包括銅基催化劑、錳 氧化物催化劑、貴金屬催化劑。例如Mn0 2/y-A1203催化劑、Ru-Sn催化劑、Ru-B催化劑等。 其中銅基催化劑生產工藝成熟，可靠性及性價比高，本方案中優先采用銅基催化劑。銅基催 化劑包括：銅/鉻元素重量比為1?30的銅-鉻催化劑，銅/鎳元素重量比為10?20的 銅-鎳催化劑，銅/銀元素重量比為1?40的銅-銀催化劑，上述催化劑的負載為氧化鋁、 二氧化硅、介孔分子篩中的一種。載體占催化劑總重量的20 %?80 %，優選30 %?60 %。
[0022] 優選的，銅-鉻原子重量比為1?30,優選為2?25,負載優選氧化鋁。
[0023] 優選的，銅-銀原子重量比為1?40,優選為10?25,負載優選二氧化硅。
[0024] 優選的，銅-鎳原子重量比為10?20,優選為12?18,負載優選介孔分子篩。
[0025] 在步驟（A)和步驟（D)中，所述的加氫反應和脫氫反應的進料方式可以使上進下 出或者下進上出的進料方式，根據實驗結果比較，本方案中優選均采用上進下出的進料方 式。
[0026] 步驟（D)中所用的脫氫催化劑為銅基催化劑。例如Cu/Zn/Al催化劑或Cu/SiOjt 化劑，優選Cu/Zn/Al催化劑。
[0027] 步驟（E)中脫氫反應器出口物料中有水，仲丁醇，丁酮以及少量重質物。將反應后 的物料經脫氫反應器緩沖罐后，氣相經罐頂冷凝器后氣相中夾帶的仲丁醇、丁酮的蒸汽經 冷凝后返回到脫氫反應器緩沖罐中，不凝組分去氫氣管網經氫氣提純裝置后回收使用。
[0028] 步驟（E)中的丁酮脫水塔是通過共沸精餾脫去丁酮的水，共沸劑為正己烷、苯、環 己烷中的一種，優選為正己烷；其中共沸劑是通過丁酮脫水塔的回流罐罐頂加入，以回流的 形式進入該塔系統。
[0029] 根據本發明的所述方法中，在步驟（A)和步驟（D)中所述的反應器包括釜式反應 器、管式反應器、塔式反應器、固定床反應器、流化床反應器。本發明中加氫與脫氫反應均采 用固定床反應器。優選地，步驟（A)的預熱氣化使用第一預熱器，步驟（A)的二次預熱使用 第二預熱器，步驟0)的預熱使用第三預熱器，在步驟（A)、（B)、（D)中，通過在所有的預熱 器（換熱器）中設置有帶閥門的管道聯通進出口，用于控制各個預熱器（換熱器）的換熱 程度。
[0030] 根據本發明的所述方法中，在步驟（A)中，加氫反應的反應條件為：溫度200? 350°C，優選為250?300°C ;壓力為2?6MPa，優選為3?5MPa ;質量空速為0? 2?4hr' 優選為0. 5?3hr-i ;物料中氫氣與乙酸仲丁酯的質量比為20?50,優選為25?40,優選 30 ?35。
[0031]優選地，粗醇分離塔是在塔頂70?90°C，優選75?85°C，更優選80°C，塔釜80? l〇〇°C，優選85?95°C，更優選約90°C，回流比1?5,優選2?3的條件下操作，塔系統為 常壓或微正壓，優選微正壓（1?3kPa)。
[0032]優選地，仲丁醇精制塔是在塔頂70?80°C，優選約74°C，塔釜75?85°C，優選約 80°C、塔系統微正壓（1?3kPa)，回流比2?6,優選3?4的條件下操作
[0033]優選地，脫氫反應器是在溫度250?400°C，優選280?350°C，壓力0?0? 3MPa， 優選為〇. 1?〇. 2MPa質量空速為1?6hr-i的條件下操作，優選為2?5hr-i
[0034] 優選地，丁酮干燥塔是在共沸劑為正己烷，常壓下，塔頂58?68°C，約63°C，塔釜 70?80°C，優選約74°C，回流比2?6，優選3?4的條件下操作。
[0035]優選地，丁酮精制塔是在常壓下，塔頂70?80°C，優選約75°C，塔釜75?86°C，優 選約82°C，回流比1?6,優選約2?4的條件下操作。
[0036] 本發明的另一個方面涉及一種丁酮的制備與精制系統，其包括：第一預熱器（乙 酸仲丁酯氣化器）、分離器、壓縮機、第二預熱器、加氫反應器、高壓緩沖罐、低壓緩罐、粗醇 分離塔、仲丁醇精制塔、乙醇精制塔、第三預熱器（仲丁醇預熱器）、脫氫反應器、脫氫反應 器緩沖罐、丁酮干燥塔、回流罐、丁酮精制塔，其中原料進料管經連接混合閥，壓縮氫氣管線 也連接混合閥，混合閥經第二預熱器后由管道連接于加氫反應器入口，加氫反應器的出口 經由第一預熱器連接高壓緩沖罐入口，高壓緩沖罐的氣相出口管道連接分離器（氫氣提純 系統），分離器經由壓縮機進一步連接于氫氣進料管道，高壓緩沖罐的液相出口管道連接低 壓緩沖罐入口，低壓緩沖罐液相出口連接粗醇分離塔入口，粗醇分離塔塔頂出口連接乙醇 脫水塔的入口，粗醇分離塔的塔釜出口連接仲丁醇精制塔入口，仲丁醇精制塔塔頂出口連 接第三預熱器（即仲丁醇預熱器），仲丁醇預熱器出口連接脫氫反應器入口，脫氫反應器 出口連接脫氫產物緩沖罐入口，脫氫產物緩沖罐的氣相出口管道連接分離器（氫氣提純系 統），氫氣提純系統進一步經由壓縮機連接于氫氣進料管道，脫氫產物緩沖罐的液相出口管 道連接丁酮干燥塔，丁酮干燥塔塔釜出口連接丁酮精制塔，丁酮精制塔塔頂出口連接丁酮 產品輸出管道，塔釜出口管道返回仲丁醇精制塔入口；
[0037] 優選地，在所有的預熱器（換熱器）的進出口都設置副線，用于控制各個預熱器 (或換熱器）的換熱程度。
[0038] 優選地，脫氫反應產物緩沖罐氣相出口設有冷凝器，氣相中冷凝組分經冷凝器后 返回到該緩沖罐中。
[0039] 其中，粗醇分離塔、乙醇脫水塔、仲丁醇精制塔、丁酮干燥塔、丁酮精制塔各自包括 塔頂冷凝器、回流罐和塔底再沸器。優選地，丁酮脫水塔的回流罐罐頂設有共沸劑環己烷引 入口，其以回流的形式進入丁酮脫水塔系統。
[0040] 優選地，乙酸仲丁酯經乙酸仲丁酯氣化器加熱至105?120°C，優選110?115°C， 優選，進一步經預熱器加熱至200?280°C，優選200?250°C。
[0041] 本發明的優點和效果
[0042] 本發明所述的丁酮制備與精制方法中，由乙酸仲丁酯加氫制備的仲丁醇的反應中 由于原料純度高、溫度分布均勻、物料停留時間控制嚴格，因此在乙醇脫水塔中不需要格外 的共沸劑，僅用副產物與水的共沸作用就可將乙醇中的水分脫除；原料轉化率和仲丁醇選 擇性比較高，副反應少，容易精制，兩反應器的副產重組分是在仲丁醇精制塔塔釜中采出。 [0043] 根據本發明所述的方法，在制備丁酮的過程中，原料純度高、副反應少、工藝簡單、 流程短，所有的原料及反應產物中都沒有含有腐蝕性及極易揮發的物質因此對工藝設備的 要求不高，副產物重組分可以作為燃料油產品，環境友好。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0044] 圖1所示為本發明的丁酮制備與精制系統。
【具體實施方式】
[0045] 根據本發明所述的一種丁酮制備與精制的方法包括以下步驟：
[0046] (A)乙酸仲丁酯預熱氣化后與氫氣混合，進一步二次預熱后進入裝有加氫催化劑 的加氫反應器（優選固定床反應器）中進行加氫反應，得到含有仲丁醇、乙醇、未反乙酸仲 丁酯、水、重質物及丁酮的加氫產物；
[0047] (B)將步驟（A)中得到的加氫產物進入粗醇分離塔進行分離，塔頂得到粗乙醇，塔 釜組分進入仲丁醇精制塔進行精制；
[0048] (C)將步驟（B)得到粗乙醇進入乙醇精制塔中；通過其組分的共沸作用塔頂得到 水、乙酸乙酯、丁酮的混合物，塔底得到無水乙醇。
[0049] (D)將仲丁醇精制塔中得到的高純度仲丁醇預熱后進入到裝有脫氫催化劑的脫氫 反應器中進行脫氫反應，獲得含有丁酮、未反仲丁醇、水及重質物的脫氫產物；
[0050] (E)將步驟（D)獲得的脫氫產物與正己烷混合后進入到丁酮干燥塔中，通過共沸 精餾脫去粗丁酮中的水；
[0051] (F)讓步驟（E)中脫水后的粗丁酮進入丁酮精制塔蒸餾，在丁酮精制塔塔頂得到 質量分數99%以上的丁酮。
[0052] 優選地，粗醇分離塔塔頂得到的粗乙醇進入到乙醇精制塔精制。
[0053] 根據本發明的所述方法，在步驟（B)中，仲丁醇精制塔的塔板數或理論塔板數優 化為15?20塊。
[0054] 根據本發明的所述方法，在步驟（D)中，丁酮干燥塔的塔板數或理論塔板數優化 為15?20塊。
[0055] 根據本發明的所述方法，在步驟（E)中，丁酮精制塔的塔板數或理論塔板數優化 為15?30塊。
[0056] 根據本發明的所述方法中，步驟（A)的反應器包括釜式反應器、管式反應器、塔式 反應器、固定床反應器、流化床反應器，本發明中加氫反應在固定床反應器中進行。
[0057] 本發明中，所述加氫催化劑是根據常規的方法制備得到的。例如，所述的銅-鉻催 化劑的制備方法可以包括：采取過量浸漬的方法，將過量的載體Y_A1 203加入到按照一定 原子比配制硝酸銅和硝酸鉻的混合溶液中，常溫浸漬20h，過濾除過量溶液后將濾渣置于烘 箱中120°C下干燥12h，然后置于馬弗爐中焙燒，從而得到銅-鉻催化劑。所述的載體包括 Y -A1203、Ba〇i _A1203、Mg〇i _A1203等。所述的硝酸銅和硝酸鉻溶液中Cu/Cr原子比為 1-30,所述的焙燒溫度為300?600°C，焙燒時間為3-9h。
[0058] 本發明中，所述脫氫銅-鋅催化劑是根據常規的方法制備得到的。例如，所述的 銅-鋅催化劑的制備方法可以包括：采取共沉淀法，將碳酸氫鈉溶液加入到一定溫度下的 銅、鋅的水溶性鹽的混合液中，以酸堿中形式產生氫氧化物沉淀作為活性組分然后加入氫 氧化鋁攪拌混合，將溶液抽濾后得到的濾餅置于烘箱中在120°C下烘6h。再置于馬弗爐中 焙燒后用機械擠壓得到銅-鋅催化劑。所述的混合液溫度為60-80°C，所述的焙燒條件為： 焙燒溫度為300- 400°C。焙燒時間為4-8h。
[0059] 圖1示出了用于上述方法的系統，包括：第一預熱器（乙酸仲丁酯氣化器）1、分離 器2、壓縮機3、第二預熱器4、加氫反應器5、高壓緩沖罐6、低壓緩罐7、粗醇分離塔8、仲丁 醇精制塔10、乙醇精制塔9、第三預熱器（仲丁醇預熱器）11、脫氫反應器12、脫氫反應器緩 沖罐13、丁酮干燥塔14、丁酮干燥塔14塔頂設置的回流罐15、丁酮精制塔16,其中原料進 料管經乙酸仲丁酯氣化器1連接于混合閥入口，氫氣進料管道也連接于混合閥入口，混合 閥出口經由第二預熱器4連接于加氫反應器5的入口，加氫反應器5的出口經由第一預熱 器1 (與第一預熱器1換熱）連接高壓緩沖罐6入口，高壓緩沖罐6的氣相出口管道連接分 離器2 (氫氣提純系統），分離器2經由壓縮機3進一步連接于氫氣進料管道，高壓緩沖罐6 的液相出口管道連接低壓緩沖罐7入口，低壓緩沖罐7液相出口連接粗醇分離塔8入口，粗 醇分離塔8塔頂出口連接乙醇脫水塔9的入口，粗醇分離塔8的塔釜出口連接仲丁醇精制 塔10入口，仲丁醇精制塔10塔頂出口連接第三預熱器即仲丁醇預熱器11，仲丁醇預熱器 11出口連接脫氫反應器12入口，脫氫反應器12出口連接脫氫產物緩沖罐13入口，脫氫產 物緩沖罐13的氣相出口管道連接分離器2,分離器2經由壓縮機3進一步連接于氫氣進料 管道，脫氫產物緩沖罐13的液相出口管道連接丁酮干燥塔14, 丁酮干燥塔14塔釜出口連接 丁酮精制塔16, 丁酮精制塔16塔頂出口連接丁酮產品輸出管道，塔釜出口管道返回仲丁醇 精制塔10入口；
[0060] 其中，粗醇分離塔8、乙醇脫水塔9、仲丁醇精制塔10、丁酮干燥塔14、丁酮精制塔 16各自包括塔頂冷凝器、回流罐和塔底再沸器。丁酮脫水塔的回流罐15罐頂設有共沸劑環 己烷引入口，其以回流的形式進入丁酮脫水塔系統。
[0061] 優選，脫氫反應產物緩沖罐13氣相出口設有冷凝器，氣相中冷凝組分經冷凝器后 返回到該緩沖罐中。
[0062] 以下通過實施例對本發明作進一步說明。
[0063] 在以下實施例中，乙酸仲丁酯的轉化率、仲丁醇的選擇性、仲丁醇的轉化率以及丁 酮的選擇性分別根據以下計算式計算得到。
【權利要求】
1. 一種丁酮的制備與精制方法，該方法包括以下步驟： (A) 乙酸仲丁酯預熱氣化后與氫氣混合，進一步二次預熱后進入裝有加氫催化劑的加 氫反應器（優選固定床反應器）中進行加氫反應，得到含有仲丁醇、乙醇、未反乙酸仲丁酯、 水、重質物及丁酮的加氫產物； (B) 將步驟（A)中得到的加氫產物（優選在與乙酸仲丁酯進料換熱后）進入粗醇分離 塔進行分離，塔頂得到粗乙醇，塔釜組分進入仲丁醇精制塔進行精制； (C) 將步驟（B)得到粗乙醇進入乙醇精制塔中；通過其組分的共沸作用塔頂得到水、乙 酸乙酯、丁酮的混合物，塔底得到無水乙醇。 (D) 將仲丁醇精制塔中得到的高純度仲丁醇預熱后進入到裝有脫氫催化劑的脫氫反應 器中進行脫氫反應，獲得含有丁酮、未反仲丁醇、水及重質物的脫氫產物； (E) 將步驟（D)獲得的脫氫產物引入到丁酮干燥塔中，通過共沸精餾脫去粗丁酮中的 水； (F) 讓步驟（E)中脫水后的粗丁酮進入丁酮精制塔蒸餾，在丁酮精制塔塔頂得到質量 分數99%以上的丁酮。
2. 如權利要求1所述的方法，其特征在于，步驟（A)中所用的加氫催化劑為選自銅/鉻 元素重量比為1?30的銅-鉻催化劑，銅/鎳元素重量比為10?20的銅-鎳催化劑，或 銅/銀元素重量比為1?40的銅-銀催化劑中的一種或多種；優選，上述催化劑的負載為 氧化鋁、二氧化硅、介孔分子篩中的一種，載體占催化劑總重量的20%?80%，優選30%? 60%。
3. 根據權利要求1所述的方法，其中，步驟（D)中所用的脫氫催化劑為銅基催化劑，例 如Cu/Zn/Al催化劑或Cu/Si02催化劑。
4. 根據權利要求1-3中任一項所述的方法，其中，加氫反應器在溫度200?350°C，優 選為250?300°C ;壓力為2?6MPa，優選為3?5MPa ;質量空速為0? 2?4hr'優選為 0. 5?3hr-i ;物料中氫氣與乙酸仲丁酯的質量比為20?50,優選為25?40,優選30?35 的條件下操作；和/或 粗醇分離塔在塔頂70?90°C，優選75?85°C，更優選80°C，塔釜80?KKTC，優選 85?95°C，更優選約90°C，回流比1?5,優選2?3的條件下操作；和/或 仲丁醇精制塔是在塔頂70?80°C，優選約74°C，塔釜75?85°C，優選約80°C、塔系統 微正壓（1?3kPa)，回流比2?6,優選3?4的條件下操作；和/或 脫氫反應器是在溫度250?400°C，優選280?350°C，壓力0?0? 3MPa，優選為0? 1? 0. 2MPa質量空速為1?ehr-1的條件下操作，優選為2?Shr-1 ;和/或 丁酮干燥塔塔頂常壓58?68°C，優選約63°C，塔釜70?80°C，優選約74°C，回流比 2?6,優選3?4的條件下操作；和/或 丁酮精制塔是在常壓下，塔頂80?95°C，優選約90°C，塔釜99?110°C，優選約105°C， 回流比1?6,優選約2?4的條件下操作。
5. 根據權利要求1-4中任一項所述的方法，其中，步驟（D)中其特征在于將加氫產物 經乙酸仲丁酯氣化器換熱后通入到高壓緩沖罐中，氣相不凝氣組部分返回到原料氫氣進料 處；液相進低壓緩沖罐中，低壓緩沖罐中的氣相去火炬，減壓后液相進入到粗醇分離塔中。
6. 如權利要求1-5中任一項所述的方法，其特征在于，乙酸仲丁酯原料的預熱分別是 在混合閥前與混合閥后。
7. 如權利要求1所述的方法，其特征在于，步驟（A)的預熱氣化使用第一預熱器，步驟 (A)的二次預熱使用第二預熱器，步驟（D)的預熱使用第三預熱器，在步驟（A)、（B)、（D) 中，通過在所有的預熱器中設置有帶閥門的管道聯通進出口，用于控制各個預熱器的換熱 程度。
8. 如權利要求1-7中任一項所述的工藝，其特征在于，在步驟（E)中共沸劑是直接從回 流罐頂部進入包括回流罐和丁酮干燥塔的塔系統中，以回流的形式進入到丁酮干燥塔中。
9. 根據權利要求1所述的方法，其中，在步驟（A)和步驟（D)中，所述的加氫反應和 脫氫反應的進料方式為上進下出或者下進上出的進料方式，優選均采用上進下出的進料方 式。
10. 根據權利要求1-9中任一項所述的方法，其中，在步驟（E)中，共沸精餾采用的共沸 劑為苯、環己烷、正己烷中的一種，優選為正己烷。
【文檔編號】C07C49/10GK104370722SQ201410758568
【公開日】2015年2月25日 申請日期:2014年12月11日 優先權日:2014年12月11日
【發明者】甘健, 李園園, 劉成 申請人:湖南瑞源石化股份有限公司