專利名稱：可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法。
背景技術(shù)：
目前工業(yè)上的丁 /辛醇工藝一般是通過丙烯與合成氣進(jìn)行羰基合成反應(yīng)獲得正丁醛，但不可避免會(huì)副產(chǎn)異丁醛。混合醛中正異比例一般為7 1 10 1。然而，這種異構(gòu)體混合物很少就照原樣作為隨后步驟的反應(yīng)物料使用，在商業(yè)上通常是在使用前將混合物分離成正丁醛和異丁醛。目前工業(yè)上有兩種方法來分離混合醛。一種方法如文獻(xiàn)CN1061589A所公開的，通過單個(gè)的蒸餾塔分離獲得高純度的正丁醛和異丁醛。獲得的正丁醛進(jìn)入下游工段生產(chǎn)丁醇或辛醇；異丁醛作為副產(chǎn)品，其下游產(chǎn)品為異丁醇或新戊二醇。此外，該文獻(xiàn)中蒸餾塔需 105塊理論板，按照常規(guī)設(shè)計(jì)，板效率按照0. 75考慮時(shí)，需要140塊實(shí)際板。這就導(dǎo)致板間距較小，僅在300 350毫米之間。這就造成了霧沫夾帶嚴(yán)重，板效率低的后果。另一種方法是先將混合醛分離成高純度的正丁醛，以及正丁醛和異丁醛的混合物；然后該混合物通過加氫反應(yīng)生成混合丁醇；最后再將混合丁醇分離成正丁醇和異丁醇。異丁醛近幾年價(jià)格區(qū)間為9000 15000元/噸，異丁醇區(qū)間為5500 15000元/噸， 新戊二醇8000 14000元/噸。由于這些產(chǎn)品的市場(chǎng)容量相對(duì)較小，價(jià)格受產(chǎn)品本身的市場(chǎng)供求關(guān)系影響波動(dòng)較大。上述兩種方法都只能副產(chǎn)一種副產(chǎn)品，或者是異丁醛，或者是異丁醇，市場(chǎng)調(diào)節(jié)能力較差。

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)分離混合醛時(shí)只能副產(chǎn)一種副產(chǎn)品，或者是異丁醛，或者是異丁醇，市場(chǎng)調(diào)節(jié)能力較差的問題，提供一種新的可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法。該方法可根據(jù)市場(chǎng)需要靈活調(diào)整副產(chǎn)異丁醛、異丁醇的生產(chǎn)，具有應(yīng)對(duì)市場(chǎng)風(fēng)險(xiǎn)能力高的特點(diǎn)。為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，包括以下步驟a)副產(chǎn)異丁醇時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門(8)進(jìn)入精餾塔O)，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醛，塔頂?shù)玫降钠辔锪鹘?jīng)閥門(10)進(jìn)入冷凝器G)，經(jīng)冷凝后部分回流，剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元⑴進(jìn)行加氫反應(yīng)，得到物流II ；物流II經(jīng)閥門(14)進(jìn)入精餾塔(3)，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醇，經(jīng)閥門(1 和(1 進(jìn)入后序流程；塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醇；其中，閥門(9)、(11)和(15)都處于切斷狀態(tài)；b)副產(chǎn)異丁醛時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門(1 進(jìn)入精餾塔(3)，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醛；塔底得到物流III ；物流III經(jīng)閥門(11)進(jìn)入精餾塔(2) 上部，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醛，塔頂?shù)玫降钠辔锪鹘?jīng)閥門(9)進(jìn)入精餾塔(3)下部；其中，閥門(8)、(10)、(13)和(14)都處于切斷狀態(tài)。上述技術(shù)方案中，精餾塔2的塔板數(shù)優(yōu)選范圍為30 50塊，更優(yōu)選范圍為35 45塊。精餾塔3的塔板數(shù)優(yōu)選范圍為80 140塊，更優(yōu)選范圍為85 105塊。副產(chǎn)異丁醇時(shí)，精餾塔2的操作條件優(yōu)選范圍為塔頂溫度為70 125°C，塔底溫度為74 130°C，操作壓力為0 500kPa，回流比為15 40，進(jìn)料板位置位于從上至下第 3 25塊塔板處；更優(yōu)選范圍為塔頂溫度為72 95°C，塔底溫度為74 98°C，操作壓力為101 200kPa，進(jìn)料板位置位于從上至下第3 8塊塔板處。精餾塔3的操作條件優(yōu)選范圍為塔頂溫度為105 155°C，塔底溫度為117 164°C，操作壓力為0 500kPa，回流比為15 40，進(jìn)料板位置位于從上至下第30 90塊塔板處；更優(yōu)選范圍為塔頂溫度為 107 127°C，塔底溫度為117 138°C，操作壓力為101 200kPa，進(jìn)料板位置位于從上至下第35 60塊塔板處。副產(chǎn)異丁醛時(shí)，精餾塔2和精餾塔3的操作條件優(yōu)選范圍為塔頂溫度為62 110°C，塔底溫度為72 125°C，操作壓力為0 500kPa，回流比為15 40，精餾塔3進(jìn)料板位置位于從上至下第30 90塊塔板處；更優(yōu)選范圍為塔頂溫度為64 86°C，塔底溫度為74 98°C，操作壓力為101 200kPa，回流比為25 30，精餾塔3進(jìn)料板位置位于從上至下第40 65塊塔板處。上述技術(shù)方案中，加氫反應(yīng)單元的操作條件優(yōu)選范圍為反應(yīng)溫度100 180°C， 反應(yīng)壓力0. 4 IMPa，氫烴比40 10 ；更優(yōu)選范圍為反應(yīng)溫度110 130°C，反應(yīng)壓力 0. 5 0. 7MPa，氫烴比20 10。本發(fā)明方法通過控制管路上的閥門，不會(huì)有精餾塔閑置。如果不采用本發(fā)明方法， 要滿足可切換生產(chǎn)異丁醛或異丁醇，則需設(shè)置兩個(gè)理論板數(shù)為100 140的精餾塔，一個(gè)用于分離異丁醛和正丁醛，另一個(gè)用于分離異丁醇和正丁醇。副產(chǎn)異丁醛時(shí)，異丁醇異構(gòu)物分離塔閑置。副產(chǎn)異丁醇時(shí)，其實(shí)只需要一個(gè)理論級(jí)30 50的精餾塔和一個(gè)理論級(jí)90 110的精餾塔，所以設(shè)置兩個(gè)理論板數(shù)為100 140的精餾塔會(huì)造成不必要的設(shè)備閑置。而本發(fā)明設(shè)置了一高一低兩個(gè)塔，通過控制管路上的閥門切換流程，實(shí)現(xiàn)了副產(chǎn)異丁醛和異丁醇的可切換生產(chǎn)，提高了應(yīng)對(duì)市場(chǎng)風(fēng)險(xiǎn)的能力，取得了較好的技術(shù)效果。


圖1為本發(fā)明方法流程示意圖。圖1中，1為加氫反應(yīng)單元，2為精餾塔，3為精餾塔，4為精餾塔2塔頂冷凝器，5為精餾塔2塔釜再沸器，6為精餾塔3塔頂冷凝器，7為精餾塔3塔釜再沸器，8、9、10、11、12、 13、14和15為閥門，16為正丁醛，17為異丁醇或異丁醛，18為正丁醇。圖1中，副產(chǎn)異丁醇時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門8進(jìn)入精餾塔2，經(jīng)精餾分離后，塔底得到幾乎純的正丁醛，其濃度大于99. 8重量％，進(jìn)入后續(xù)辛醇單元；塔頂?shù)玫教釢夂蟮恼?、異丁醛混合物。該混合物中正、異丁醛的比值可根?jù)后續(xù)流程中正丁醇與辛醇的產(chǎn)品方案調(diào)節(jié)。例如進(jìn)料中正異丁醛的質(zhì)量比為7 1，產(chǎn)品方案為丁醇與辛醇的質(zhì)量比為3 4，那么塔頂混合物中正、異丁醛質(zhì)量比為3 1。該混合物經(jīng)閥門10進(jìn)入冷凝器4，經(jīng)冷凝后部分回流，回流比為15 40，剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元1進(jìn)行加氫反應(yīng)， 得到正丁醇和異丁醇的混合物(物流II)。加氫反應(yīng)單元的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度110 130°C，反應(yīng)壓力0. 5 0. 7MPa，氫烴比20 10 ；其中所用的加氫催化劑為能夠?qū)⒍∪┐呋託滢D(zhuǎn)化為丁醇的催化劑，可以選自公知的鎳催化劑、Ni/AW3、Pd/C或Pd/AW3催化劑中的至少一種。物流Π經(jīng)閥門14進(jìn)入精餾塔3，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醇，經(jīng)閥門12和 13進(jìn)入后序流程。塔頂汽相經(jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為15 40，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醇。精餾塔2由于精餾段分離要求低，一般進(jìn)料板位置在從塔頂數(shù)3 25塊板處。精餾塔3的進(jìn)料位置需根據(jù)實(shí)際的正異比(上游混合丁醛原料中的正異比)，按照通用的標(biāo)準(zhǔn)計(jì)算獲得，一般為從上至下第30 90塊塔板處。此工況下，閥門8、10、12、13和14 都處于“開”的位置，而閥門9、11和15都處于“關(guān)”的位置。副產(chǎn)異丁醛時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門15進(jìn)入精餾塔3，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫狡辔锪?，該汽相物流?jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為15 35，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醛；塔底得到物流III。物流III經(jīng)閥門11進(jìn)入精餾塔2上部。精餾塔2 頂部的汽相物流經(jīng)閥門9進(jìn)入精餾塔3下部。精餾塔2底部的液相物流含正丁醛，進(jìn)入后續(xù)流程。此工況，精餾塔2和精餾塔3實(shí)際作為一個(gè)塔使用，根據(jù)實(shí)際進(jìn)料情況，異丁醛也可在精餾塔3精餾段側(cè)線采出，正丁醛也可在精餾塔2提留段側(cè)線采出；此外，再沸器7可以作為中間再沸器使用，也可以僅以再沸器5作為精餾塔2和精餾塔3整塔的再沸器。此工況下，閥門9、11和15處于“開”的位置，閥門8、10、13和14處于“關(guān)”的位置。閥門12 可“開”可“關(guān)”，處于“開”時(shí)，再沸器7作為中間再沸器；處于“關(guān)”時(shí)，再沸器5作為精餾塔2和精餾塔3整塔的再沸器。本發(fā)明中，所用的原料主要含正、異丁醛和少量的輕組分和重組分，其中正、異丁醛的含量大于95重量％。脫去原料中的輕組分和重組分不是本發(fā)明的重點(diǎn)，可以參照文獻(xiàn) CN1061589A。附圖中所示的閥門為可控制的切換設(shè)施，不僅限于切斷閥門。下面通過實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步闡述。
具體實(shí)施例方式由于進(jìn)料中的重組分和輕組分的分離與本專利的關(guān)系不大，為了能明確本發(fā)明的特點(diǎn)，在實(shí)施例中不引入輕重組分，但并不影響本發(fā)明用于含輕重組分(<5%重量)的進(jìn)料。實(shí)施例1副產(chǎn)異丁醇采用圖1所示流程，精餾塔2和精餾塔3的直徑為MOO毫米，板間距為400毫米。 精餾塔2的塔板數(shù)為40塊，精餾塔3的塔板數(shù)為100塊。原料為含正、異比為10 1的混合丁醛，其流量為11000千克/小時(shí)，溫度為80°C，壓力為2bar。原料經(jīng)閥門8進(jìn)入精餾塔2，進(jìn)料位置為從上至下第4塊塔板，經(jīng)精餾分離后，塔底得到濃度為99. 99重量％的正丁醛，流量為5000千克/小時(shí)，進(jìn)入后續(xù)辛醇單元。塔頂?shù)玫秸?、異比? 1的混合丁醛，該混合丁醛經(jīng)冷凝器4冷凝后，部分回流，回流比為30，剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元1進(jìn)行加氫反應(yīng)，得到正、異比為5 1的混合丁醇，其流量為6168 千克/小時(shí)。加氫反應(yīng)單元的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度130°C，反應(yīng)壓力0.6MPa，氫烴比18; 其中所用的加氫催化劑為鎳催化劑。該混合丁醇經(jīng)閥門1進(jìn)入精餾塔3，進(jìn)料位置為4從上至下第4塊塔板，經(jīng)精餾分離后，塔底得到濃度為99. 99重量％的正丁醇，其流量為5140 千克/小時(shí)。塔頂汽相經(jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為30，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醇，其濃度為99. 99重量％，流量為10 千克/小時(shí)。此工況下，閥門8、10、12、13和14都處于“開”的位置，而閥門9、11和15都處于“關(guān)”的位置。精餾塔2的操作條件為操作壓力ObarG，塔頂溫度72°C，塔底溫度74°C。精餾塔3的操作條件為操作壓力IbarG，塔頂溫度120°C，塔底溫度135°C。實(shí)施例2副產(chǎn)異丁醛采用圖1所示流程，精餾塔2和精餾塔3的直徑為MOO毫米，板間距為400毫米。 精餾塔2的塔板數(shù)為40塊，精餾塔3的塔板數(shù)為100塊。原料為含正、異比為10 1的混合丁醛，其流量為11000千克/小時(shí)，溫度為80°C，壓力為2bar。原料經(jīng)閥門15進(jìn)入精餾塔3，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫狡辔锪鳎撈辔锪鹘?jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為30，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醛，其濃度為99. 99重量％， 流量為1000千克/小時(shí)；塔底液相物流流量為84800千克/小時(shí)，經(jīng)閥門11進(jìn)入精餾塔2 頂部。精餾塔2頂部的汽相物流，流量為74800千克/小時(shí)，經(jīng)閥門9進(jìn)入精餾塔3底部。 精餾塔2底部的液相物流含99. 99重量％的正丁醛，流量為10000千克/小時(shí)，進(jìn)入后續(xù)流程。此工況下，閥門9、11和15處于“開”的位置，閥門8、10、12、13和14處于“關(guān)”的位置。 精餾塔2和精餾塔3作為一個(gè)整塔，精餾塔2和精餾塔3的操作條件為操作壓力2bar，塔頂溫度85. 6 0C，塔底溫度98 °C。實(shí)施例3副產(chǎn)異丁醇采用圖1所示流程，精餾塔2和精餾塔3的直徑為2200毫米，板間距為400毫米。 精餾塔2的塔板數(shù)為40塊，精餾塔3的塔板數(shù)為100塊。原料為含正、異比為10 1的混合丁醛，其流量為11000千克/小時(shí)，溫度為80°C，壓力為2bar。原料經(jīng)閥門8進(jìn)入精餾塔2，進(jìn)料位置為從上至下第4塊塔板，經(jīng)精餾分離后，塔底得到濃度為99. 99重量％的正丁醛，流量為5000千克/小時(shí)，進(jìn)入后續(xù)辛醇單元。塔頂?shù)玫秸惐葹? 1的混合丁醛，該混合丁醛經(jīng)冷凝器4冷凝后，部分回流，回流比為30， 剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元1進(jìn)行加氫反應(yīng)，得到正、異比為5 1的混合丁醇，其流量為 6168千克/小時(shí)。加氫反應(yīng)單元的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度130°C，反應(yīng)壓力0. 6MPa，氫烴比 18 ；其中所用的加氫催化劑為鎳催化劑。該混合丁醇經(jīng)閥門1進(jìn)入精餾塔3，進(jìn)料位置為從上至下第4塊塔板，經(jīng)精餾分離后，塔底得到濃度為99. 99重量％的正丁醇，其流量為5140 千克/小時(shí)。塔頂汽相經(jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為30，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醇，其濃度為99. 99重量％，流量為10 千克/小時(shí)。此工況下，閥門8、10、12、13和14都處于“開”的位置，而閥門9、11和15都處于“關(guān)”的位置。精餾塔2的操作條件為操作壓力IbarG，塔頂溫度96°C，塔底溫度98°C。精餾塔3的操作條件為操作壓力2barG，塔頂溫度138°C，塔底溫度1M°C。實(shí)施例4副產(chǎn)異丁醛采用圖1所示流程，精餾塔2和精餾塔3的直徑為2200毫米，板間距為400毫米。 精餾塔2的塔板數(shù)為40塊，精餾塔3的塔板數(shù)為100塊。原料為含正、異比為10 1的混合丁醛，其流量為11000千克/小時(shí)，溫度為80°C，壓力為:3bar。原料經(jīng)閥門15進(jìn)入精餾塔3，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫狡辔锪?，該汽相物流?jīng)冷凝器6冷凝后，部分回流，回流比為30，剩余部分為副產(chǎn)品異丁醛，其濃度為99. 99重量％， 流量為1000千克/小時(shí)；塔底液相物流流量為84800千克/小時(shí)，經(jīng)閥門11進(jìn)入精餾塔2
6上部。精餾塔2頂部的汽相物流，流量為74800千克/小時(shí)，經(jīng)閥門9進(jìn)入精餾塔3下部。 精餾塔2底部的液相物流含99. 99重量％的正丁醛，流量為10000千克/小時(shí)，進(jìn)入后續(xù)流程。此工況下，閥門9、11和15處于“開”的位置，閥門8、10、12、13和14處于“關(guān)”的位置。 精餾塔2和精餾塔3作為一個(gè)整塔，精餾塔2和精餾塔3的操作條件為操作壓力:3bar，塔頂溫度100°C，塔底溫度114°C。
權(quán)利要求
1.一種可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，包括以下步驟a)副產(chǎn)異丁醇時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門(8)進(jìn)入精餾塔0)，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醛，塔頂?shù)玫降钠辔锪鹘?jīng)閥門(10)進(jìn)入冷凝器G)，經(jīng)冷凝后部分回流，剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元(1)進(jìn)行加氫反應(yīng)，得到物流II ；物流II經(jīng)閥門(14)進(jìn)入精餾塔(3)，經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醇，經(jīng)閥門(1 和(1 進(jìn)入后序流程；塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醇；其中，閥門(9)、(11)和(15)都處于切斷狀態(tài)；b)副產(chǎn)異丁醛時(shí)，含正丁醛和異丁醛的物流I經(jīng)閥門(1 進(jìn)入精餾塔(3)，經(jīng)精餾分離后，塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醛；塔底得到物流III ；物流III經(jīng)閥門(11)進(jìn)入精餾塔( 上部， 經(jīng)精餾分離后，塔底得到正丁醛，塔頂?shù)玫降钠辔锪鹘?jīng)閥門(9)進(jìn)入精餾塔C3)下部；其中，閥門(8)、(10)、(13)和(14)都處于切斷狀態(tài)。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于精餾塔O)的塔板數(shù)為30 50塊，精餾塔(3)的塔板數(shù)為80 140塊。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于精餾塔O)的塔板數(shù)為35 45塊，精餾塔(3)的塔板數(shù)為85 105塊。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于副產(chǎn)異丁醇時(shí)，精餾塔O)的操作條件為塔頂溫度為70 125°C，塔底溫度為74 130°C，操作壓力為0 500kPa，回流比為15 40，進(jìn)料板位置位于從上至下第3 25塊塔板處；精餾塔 ⑶的操作條件為塔頂溫度為105 155°C，塔底溫度為117 164°C，操作壓力為0 500kPa,回流比為15 40，進(jìn)料板位置位于從上至下第30 90塊塔板處。
5.根據(jù)權(quán)利要求4所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于副產(chǎn)異丁醇時(shí)，精餾塔O)的操作條件為塔頂溫度為72 95°C，塔底溫度為74 98°C，操作壓力為 101 200kPa，進(jìn)料板位置位于從上至下第3 8塊塔板處；精餾塔(3)的操作條件為塔頂溫度為107 127°C，塔底溫度為117 138°C，操作壓力為101 200kPa，進(jìn)料板位置位于從上至下第35 60塊塔板處。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于副產(chǎn)異丁醛時(shí)，精餾塔(2)和精餾塔(3)的操作條件為塔頂溫度為62 110°C，塔底溫度為72 125°C，操作壓力為0 500kPa，回流比為15 40，精餾塔( 進(jìn)料板位置位于從上至下第 30 90塊塔板處。
7.根據(jù)權(quán)利要求6所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于副產(chǎn)異丁醛時(shí)，精餾塔( 和精餾塔C3)的操作條件為塔頂溫度為64 86°C，塔底溫度為74 98°C， 操作壓力為101 200kPa，回流比為25 30，精餾塔(3)進(jìn)料板位置位于從上至下第40 65塊塔板處。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于加氫反應(yīng)單元的操作條件為反應(yīng)溫度100 180°C，反應(yīng)壓力0. 4 IMPa，氫烴比40 10。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，其特征在于加氫反應(yīng)單元的操作條件為反應(yīng)溫度110 130°C，反應(yīng)壓力0. 5 0. 7MPa，氫烴比20 10。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種可切換副產(chǎn)異丁醇或異丁醛的方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中分離混合醛時(shí)只能副產(chǎn)一種副產(chǎn)品，市場(chǎng)調(diào)節(jié)能力較差的問題。本發(fā)明通過采用包括以下步驟a)副產(chǎn)異丁醇時(shí)，物流Ⅰ經(jīng)閥門8進(jìn)入精餾塔2，塔底得到正丁醛，塔頂?shù)玫降钠辔锪鹘?jīng)閥門10進(jìn)入冷凝器后部分回流，剩余部分進(jìn)入加氫反應(yīng)單元1，得到物流Ⅱ；物流Ⅱ經(jīng)閥門14進(jìn)入精餾塔3，塔底得到正丁醇；塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醇；b)副產(chǎn)異丁醛時(shí)，物流Ⅰ經(jīng)閥門15進(jìn)入精餾塔3，塔頂?shù)玫礁碑a(chǎn)異丁醛；塔底得到物流Ⅲ；物流Ⅲ經(jīng)閥門11進(jìn)入精餾塔2上部，塔底得到正丁醛，塔頂物流經(jīng)閥門9進(jìn)入精餾塔3下部的技術(shù)方案較好地解決了該問題，可應(yīng)用于分離混合醛的工業(yè)生產(chǎn)中。
文檔編號(hào)C07C31/12GK102267873SQ20101019066
公開日2011年12月7日 申請(qǐng)日期2010年6月1日 優(yōu)先權(quán)日2010年6月1日
發(fā)明者印立峰, 呂瑞, 李真澤, 陳迎 申請(qǐng)人:中國(guó)石化集團(tuán)上海工程有限公司, 中國(guó)石油化工集團(tuán)公司