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一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置及生产方法
申请号	CN202410686798.3	申请日	2024-05-30	公开(公告)号	CN118662930A	公开(公告)日	2024-09-20
申请人	南京工程学院;			发明人	丁良辉; 王崔昕月; 孙鹏程; 周宇; 吕欣怡; 渠吉发; 薛云波;
摘要	本发明提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置及方法，装置包括侧线换热器‑热泵辅助的催化精馏塔、常规热泵辅助的醋酸丁酯精馏塔和甲醇精馏塔；催化精馏塔精馏段与提馏段均安装侧线采出口、采入口及管路，精馏段采出气相经第一压缩机提温提压，作为侧线换热器的热源，换热后返回精馏段；提馏段采出液相送入侧线换热器吸热，汽化后返回提馏段。醋酸丁酯精馏塔塔顶气体经预热器升温后送入第二压缩机，提温提压后作为塔底换热器的热源，换热后再次经预热器回收热量并回到塔内，醋酸丁酯精馏塔塔底安装辅助再沸器。本发明综合了热泵精馏、催化精馏的技术优势，不仅能够获得高纯度的产品，而且电耗低，大幅减少了加热蒸汽与冷却水的使用。
权利要求	1.一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，包括催化精馏塔(1)、甲醇精馏塔(8)和醋酸丁酯精馏塔(13)；所述催化精馏塔(1)设置有第一进料口和第二进料口，第一进料口用于输入丁醇，第二进料口用于输入醋酸甲酯与甲醇；所述催化精馏塔(1)顶部出口与甲醇精馏塔(8)入料口连接，底部出口与醋酸丁酯精馏塔(13)入料口连接；所述甲醇精馏塔(8)顶部出口与催化精馏塔(1)第二进料口连接，底部出口连接甲醇输出管路；所述醋酸丁酯精馏塔(13)顶部出口与催化精馏塔(1)第一进料口连接，底部出口连接醋酸丁酯输出管路；所述催化精馏塔(1)设置有侧线换热装置，侧线换热装置包括第一压缩机(4)和侧线换热器(5)；所述催化精馏塔(1)的精馏段侧线采出塔板与第一压缩机(4)入口连接，第一压缩机(4)出口与侧线换热器(5)第一入口连接，侧线换热器(5)第一出口与催化精馏塔(1)的精馏段侧线采入塔板连接；所述催化精馏塔(1)的提馏段侧线采出塔板与侧线换热器(5)第二入口连接，侧线换热器(5)第二出口与催化精馏塔(1)的提馏段侧线采入塔板连接。 2.根据权利要求1所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，所述催化精馏塔(1)顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与催化精馏塔冷凝器(2)入口连接，催化精馏塔冷凝器(2)出口与液相回料口、甲醇精馏塔(8)进料口分别连接；所述催化精馏塔(1)底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与催化精馏塔再沸器(3)入口连接，催化精馏塔再沸器(3)出口与气相回料口、醋酸丁酯精馏塔(13)进料口分别连接；所述甲醇精馏塔(8)顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与甲醇精馏塔冷凝器(9)入口连接，甲醇精馏塔冷凝器(9)出口与液相回料口、催化精馏塔(1)的第二进料口分别连接；甲醇精馏塔(8)底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与甲醇精馏塔再沸器(10)入口连接，甲醇精馏塔再沸器(10)出口与气相回料口、甲醇输出管路分别连接；所述醋酸丁酯精馏塔(13)顶部设置有出料口和回料口，出料口与第二压缩机(14)、醋酸丁酯精馏塔换热器(15)第一入口依次连接，醋酸丁酯精馏塔换热器(15)第一出口与回料口和催化精馏塔(1)的第一进料口分别连接；所述醋酸丁酯精馏塔(13)底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与醋酸丁酯精馏塔换热器(15)第二入口连接，醋酸丁酯精馏塔换热器(15)第二出口与醋酸丁酯辅助再沸器(16)入口连接，醋酸丁酯辅助再沸器(16)出口与气相回料口和醋酸丁酯输出管路分别连接。 3.根据权利要求2所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，所述醋酸丁酯精馏塔(13)还设置有塔顶蒸汽预热器(19)；所述塔顶蒸汽预热器(19)的第一入口通过管路与醋酸丁酯精馏塔(13)顶部出料口连接，塔顶蒸汽预热器(19)的第一出口通过管路与第二压缩机(14)连接；所述塔顶蒸汽预热器(19)的第二入口通过管路与醋酸丁酯精馏塔换热器(15)的第一出口连接，塔顶蒸汽预热器(19)的第二出口通过管路与醋酸丁酯精馏塔(13)顶部回料口和催化精馏塔(1)的第一进料口分别连接；所述塔顶蒸汽预热器(19)的第二出口输出管路上设置有第二节流阀(17)。 4.根据权利要求3所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，所述催化精馏塔冷凝器(2)出口与甲醇精馏塔(8)进料口之间的连接管路上设置有催化精馏塔塔顶物料输出泵(7)；所述甲醇精馏塔冷凝器(9)出口与催化精馏塔(1)的第二进料口之间的连接管路上设置有醋酸甲酯/甲醇循环泵(11)；所述催化精馏塔再沸器(3)出口与醋酸丁酯精馏塔(13)进料口之间的连接管路上设置催化精馏塔塔底物料输出泵(12)；所述塔顶蒸汽预热器(19)第二出口与催化精馏塔(1)的第一进料口之间的连接管路上设置丁醇循环泵(18)。 5.根据权利要求1所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，所述催化精馏塔(1)内的精馏段侧线采入塔板和精馏段侧线采出塔板均位于精馏段底部的1～4块塔板处；所述催化精馏塔(1)内的提馏段侧线采入塔板和提馏段侧线采出塔板均位于提馏段上部的1～4块塔板处。 6.根据权利要求1所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，其特征在于，所述催化精馏塔(1)中，精馏段塔板数为8～15；催化段塔板数为10～20；提馏段塔板数为5～15；所述醋酸丁酯精馏塔(13)中，精馏段塔板数为8～18，提馏段塔板数为3～10。 7.一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法，其特征在于，包括：新鲜丁醇与来自醋酸丁酯精馏塔(13)的循环丁醇物料进入催化精馏塔(1)的第一进料口，新鲜醋酸甲酯与甲醇与来自甲醇精馏塔(8)的循环物料进入催化精馏塔(1)的第二进料口，反应物料在催化精馏塔(1)内的催化段塔板进行酯交换反应；催化精馏塔(1)顶部醋酸甲酯与甲醇气相混合物进入催化精馏塔冷凝器(2)冷凝后，一部分回流至催化精馏塔(1)，另一部分进入甲醇精馏塔(8)；催化精馏塔(1)底部丁醇与醋酸丁酯混合物进入催化精馏塔再沸器(3)，气相物料回流至催化精馏塔(1)，液相物料进入醋酸丁酯精馏塔(13)；催化精馏塔(1)精馏段侧线采出塔板抽出气相物料，经第一压缩机(4)压缩提压提温后送入催化精馏塔侧线换热器(5)，换热后的物料返回至精馏段侧线采入塔板；催化精馏塔(1)提馏段侧线采出塔板抽出液相物料送入侧线换热器(5)吸热，吸热汽化后的物料返回至提馏段侧线采入塔板；来自催化精馏塔冷凝器(2)的醋酸甲酯与甲醇混合物进入甲醇精馏塔(8)内完成分离；甲醇精馏塔(8)顶部气相物料进入甲醇精馏塔冷凝器(9)冷凝后，一部分回流至甲醇精馏塔(8)，另一部分与新鲜物料混合送至催化精馏塔(1)的第二进料口；甲醇精馏塔(8)底部物料进入甲醇精馏塔再沸器(10)汽化，气相物料返回甲醇精馏塔(8)，液相物料作为甲醇产品采出；来自催化精馏塔再沸器(3)的醋酸丁酯与丁醇的混合物进入醋酸丁酯精馏塔(13)；醋酸丁酯精馏塔(13)顶部醋酸丁酯与丁醇的气相混合物进入塔顶蒸汽预热器(19)，接着送入第二压缩机(14)，提压提温后的气相混合物进入醋酸丁酯精馏塔换热器(15)，换热后的物料再次经塔顶蒸汽预热器(19)，一部分返回醋酸丁酯精馏塔(13)，另一部分与新鲜物料混合送至催化精馏塔(1)的第一进料口；醋酸丁酯精馏塔(13)底部液相物料进入醋酸丁酯精馏塔换热器(15)，部分汽化后进入醋酸丁酯辅助再沸器(16)吸热，气相物料返回醋酸丁酯精馏塔(13)，液相物料作为醋酸丁酯产品采出。 8.根据权利要求7所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法，其特征在于，所述催化精馏塔(1)内常压设置；所述催化精馏塔(1)内催化段温度为90～110℃；所述催化精馏塔(1)的第一进料口中，来自醋酸丁酯精馏塔(13)的循环丁醇物料与新鲜丁醇摩尔比为0.5～2；所述催化精馏塔冷凝器(2)温度为55～60℃，所述催化精馏塔再沸器(3)温度为120～125℃。 9.根据权利要求7所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法，其特征在于，所述催化精馏塔(1)侧线换热过程中，精馏段侧线采出塔板抽出气相流率在其全部蒸汽的40～85％；提馏段侧线采出塔板抽出全部液相物料；所述催化精馏塔(1)的侧线换热器(5)平均换热温差在10～25℃；第一压缩机(4)的压缩比在4～7.5。 10.根据权利要求7所述的热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法，其特征在于，所述醋酸丁酯精馏塔(13)内压力为1～2atm；所述醋酸丁酯精馏塔(13)塔顶蒸汽的温度在110～140℃；所述醋酸丁酯辅助再沸器(16)温度在130～170℃；第二压缩机(14)的压缩比在1.8～3.0；醋酸丁酯精馏塔换热器(15)平均换热温差在10～25℃。
说明书全文	一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置及生产方法技术领域： [0001] 本发明属于有机化工技术领域，具体涉及一种热泵辅助的酯交换法连续醋酸丁酯催化精馏生产装置及生产方法，涉及到侧线换热器、热泵精馏与催化精馏的集成技术。背景技术： [0002] 醋酸丁酯是一种重要的有机溶剂、脱水剂和萃取剂，广泛应用于涂料、香料、医药等行业。 [0003] 目前，工业上醋酸丁酯一般通过浓硫酸催化醋酸与丁醇的酯化法制备。该方法通常采用间歇操作，工艺成熟，但由于硫酸的强腐蚀性与氧化性，存在设备腐蚀严重、后续产品分离流程复杂及废水的环境污染问题。为了克服传统硫酸法的缺陷，研究者提出了醋酸甲酯与丁醇酯交换法制备醋酸丁酯的新办法，并开发了离子交换树脂(Ind.Eng.Chem.Res.，2002,41：6663-6669；Int.J.Chem.Kinet.,2009,41(2)：101-106)、离子液体(Ind.Eng.Chem.Res.,2015,54(4):1204-1215)、酶催化剂(化工学报,2017,68(12)：4685-4690)等新型催化剂。该方法能够将工业应用价值低的醋酸甲酯转化为附加值更高的醋酸丁酯，不仅能够为醋酸甲酯寻求一条更为高效的工业利用途径，同时也为醋酸丁酯的工业制备提供了一条新路径。 [0004] 醋酸甲酯与丁醇的酯交换法为平衡反应，反应精馏可以突破平衡限制，是酯交换醋酸丁酯生产的推荐技术。中国专利CN101219950，公开了一种固体酸催化酯交换反应制备醋酸丁酯的装备和方法，将醋酸甲酯和正丁醇的反应安排在催化精馏塔内，并对塔内的催化剂装填段、填料分离段的排列方式进行了设计，该方法能够提高醋酸甲酯的转化率，同时克服设备腐蚀的问题。然而，由于反应体系中同时存在醋酸甲酯-甲醇、醋酸丁酯-丁醇的共沸体系，仅靠一座催化精馏装置并不能得到高纯度的产品，该专利对产品的提纯与过量原料的回收并未提及。 [0005] Luyben等以醋酸甲酯与甲醇的混合物料为原料，将其与丁醇反应，并开发设计了由催化精馏塔、醋酸甲酯/甲醇分离塔、醋酸丁酯/丁醇精馏塔组成的工艺(Ind.Eng.Chem.Res.2004,43,8014-8025)，该工艺能够制备出较高纯度的醋酸丁酯。但值得注意的是，醋酸甲酯/甲醇、醋酸丁酯/丁醇两组共沸体系的存在，使得酯交换法制备醋酸丁酯的系统能耗颇高，工艺的节能降耗成为该法的重要努力方向。 [0006] 然而，目前，醋酸丁酯节能工艺的开发或者研究主要针对醋酸与丁醇的酯化法(如CN102675093、CN 104860819)，不同的反应体系与不同的物性，导致这些办法并不适用于酯交换法。尽管中国专利CN 104860819公开了醋酸丁酯和丁醇恒沸物的变压精馏热耦合工艺，将醋酸丁酯和正丁醇分在两座塔进行，通过控制两个塔的压力，将第二精馏塔塔顶蒸汽作为第一精馏塔塔底热源，进而实现热量的热耦合，但该工艺并未涉及到醋酸丁酯的生产及醋酸甲酯-甲醇的分离工艺。基于此，本发明提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置及生产方法以解决上述问题。发明内容： [0007] 本发明的第一目的是针对现有技术酯交换法制备醋酸丁酯的过程中存在的物系分离困难、能耗较高的问题，提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置； [0008] 本发明的第二目的是提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法。 [0009] 本发明采用以下技术方案： [0010] (一)本发明提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，包括催化精馏塔、甲醇精馏塔和醋酸丁酯精馏塔；所述催化精馏塔设置有第一进料口和第二进料口，第一进料口用于输入丁醇，第二进料口用于输入醋酸甲酯与甲醇；所述催化精馏塔顶部出口与甲醇精馏塔入料口连接，底部出口与醋酸丁酯精馏塔入料口连接；所述甲醇精馏塔顶部出口与催化精馏塔第二进料口连接，底部出口连接甲醇输出管路；所述醋酸丁酯精馏塔顶部出口与催化精馏塔第一进料口连接，底部出口连接醋酸丁酯输出管路；所述催化精馏塔设置有侧线换热装置，侧线换热装置包括第一压缩机和侧线换热器；所述催化精馏塔内精馏段设置有精馏段侧线采出塔板和精馏段侧线采入塔板，精馏段侧线采出塔板通过管路与第一压缩机连接，第一压缩机与侧线换热器的第一入口连接，侧线换热器的第一出口通过管路与精馏段侧线采入塔板连接；所述催化精馏塔内提馏段设置有提馏段侧线采出塔板和提馏段侧线采入塔板，提馏段侧线采出塔板通过管路与侧线换热器的第二入口连接，侧线换热器的第二出口通过管路与提馏段侧线采入塔板连接。 [0011] 进一步的，所述催化精馏塔顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与催化精馏塔冷凝器入口连接，催化精馏塔冷凝器出口与液相回料口、甲醇精馏塔进料口分别连接；所述催化精馏塔底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与催化精馏塔再沸器入口连接，催化精馏塔再沸器出口与气相回料口、醋酸丁酯精馏塔进料口分别连接；所述甲醇精馏塔顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与甲醇精馏塔冷凝器入口连接，甲醇精馏塔冷凝器出口与液相回料口、催化精馏塔的第二进料口分别连接；甲醇精馏塔底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与甲醇精馏塔再沸器入口连接，甲醇精馏塔再沸器出口与气相回料口、甲醇输出管路分别连接；所述醋酸丁酯精馏塔顶部设置有出料口和回料口，出料口与第二压缩机、醋酸丁酯精馏塔换热器第一入口依次连接，醋酸丁酯精馏塔换热器第一出口与回料口和催化精馏塔的第一进料口分别连接；所述醋酸丁酯精馏塔底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与醋酸丁酯精馏塔换热器第二入口连接，醋酸丁酯精馏塔换热器第二出口与醋酸丁酯辅助再沸器入口连接，醋酸丁酯辅助再沸器出口与气相回料口和醋酸丁酯输出管路分别连接。 [0012] 进一步的，由于醋酸丁酯精馏塔塔顶蒸汽含有沸点较高的醋酸丁酯与丁醇，为了防止其压缩过程中出现液化，所述醋酸丁酯精馏塔还设置有塔顶蒸汽预热器；所述塔顶蒸汽预热器的第一入口通过管路与醋酸丁酯精馏塔顶部出料口连接，塔顶蒸汽预热器的第一出口通过管路与第二压缩机连接；所述塔顶蒸汽预热器的第二入口通过管路与醋酸丁酯精馏塔换热器的第一出口连接，塔顶蒸汽预热器的第二出口通过管路与醋酸丁酯精馏塔顶部回料口和催化精馏塔的第一进料口分别连接；所述塔顶蒸汽预热器的第二出口输出管路上设置有第二节流阀。 [0013] 进一步的，所述催化精馏塔冷凝器出口与甲醇精馏塔进料口之间的连接管路上设置有催化精馏塔塔顶物料输出泵；所述甲醇精馏塔冷凝器出口与催化精馏塔的第二进料口之间的连接管路上设置有醋酸甲酯/甲醇循环泵；所述催化精馏塔再沸器出口与醋酸丁酯精馏塔进料口之间的连接管路上设置催化精馏塔塔底物料输出泵；所述塔顶蒸汽预热器第二出口与催化精馏塔的第一进料口之间的连接管路上设置丁醇循环泵。 [0014] 进一步的，所述催化精馏塔内的精馏段侧线采入塔板和精馏段侧线采出塔板均位于精馏段底部的1～4块塔板处，优选精馏段底部的1～2块塔板；所述催化精馏塔内的提馏段侧线采入塔板和提馏段侧线采出塔板均位于提馏段上部的1～4块塔板处。 [0015] 进一步的，所述催化精馏塔中，精馏段塔板数为8～15，优选9～13，催化段塔板数为10～20，优选12～16块，提馏段塔板数为5～15，优选6～9；所述醋酸丁酯精馏塔中，精馏段塔板数为8～18，优选10～16，提馏段塔板数为3～10，优选4～8。 [0016] 进一步的，所述侧线换热器与精馏段侧线采入塔板的连接管路上设置有第一节流阀； [0017] (二)本发明还提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产方法，包括： [0018] 新鲜丁醇与来自醋酸丁酯精馏塔的循环丁醇物料进入催化精馏塔的第一进料口，新鲜醋酸甲酯与甲醇与来自甲醇精馏塔的循环物料进入催化精馏塔的第二进料口；反应物料在催化精馏塔内的催化段塔板进行酯交换反应； [0019] 催化精馏塔顶部的醋酸甲酯与甲醇气相混合物通过顶部出料口进入催化精馏塔冷凝器冷凝后，一部分通过催化精馏塔顶部回料口回流，另一部分通过催化精馏塔塔顶物料输出泵进入甲醇精馏塔；催化精馏塔底部的丁醇与醋酸丁酯混合物通过底部出料口进入催化精馏塔再沸器，催化精馏塔再沸器出口的气相物料通过催化精馏塔底部回料口回流，液相物料通过催化精馏塔塔底物料输出泵进入醋酸丁酯精馏塔；催化精馏塔精馏段侧线采出塔板抽出气相物料，经第一压缩机压缩提压提温后送入催化精馏塔侧线换热器，换热后的物料进入第一节流阀6返回至精馏段侧线采入塔板；催化精馏塔提馏段侧线采出塔板抽出液相物料送入侧线换热器吸热，吸热汽化后的物料经物料输送管道返回至提馏段侧线采入塔板； [0020] 来自催化精馏塔冷凝器的醋酸甲酯与甲醇混合物，经催化精馏塔塔顶物料输出泵进入甲醇精馏塔内完成分离；甲醇精馏塔顶部气相物料通过顶部出料口进入甲醇精馏塔冷凝器冷凝后，一部分冷凝液通过甲醇精馏塔顶部回料口回流，另一部分通过醋酸甲酯/甲醇循环泵与新鲜物料混合送至催化精馏塔的第二进料口；甲醇精馏塔底部物料(主要为甲醇)通过底部出料口进入甲醇精馏塔再沸器汽化，甲醇精馏塔再沸器出口的气相物料通过甲醇精馏塔底部回料口回流，液相物料作为甲醇产品采出； [0021] 来自催化精馏塔再沸器的醋酸丁酯与丁醇的混合物，通过催化精馏塔塔底物料输出泵进入醋酸丁酯精馏塔；醋酸丁酯精馏塔顶部醋酸丁酯与丁醇的气相混合物通过顶部出料口进入塔顶蒸汽预热器，接着送入第二压缩机，提压提温后的气相混合物进入醋酸丁酯精馏塔换热器进行换热，换热后的物料再次经塔顶蒸汽预热器后，一部分通过第二节流阀和醋酸丁酯精馏塔顶部回料口返回塔内，另一部分通过丁醇循环泵与新鲜丁醇混合送至催化精馏塔的第一进料口；醋酸丁酯精馏塔底部液相物料通过底部出料口进入醋酸丁酯精馏塔换热器，其部分汽化后进入醋酸丁酯辅助再沸器，醋酸丁酯辅助再沸器出口的气相物料通过醋酸丁酯精馏塔底部回料口回流，液相物料作为醋酸丁酯产品采出。 [0022] 进一步的，所述催化精馏塔内常压设置；所述催化精馏塔内催化段温度为90～110℃；所述催化精馏塔的第一进料口中，来自醋酸丁酯精馏塔的循环丁醇物料与新鲜丁醇摩尔比为0.5～2；所述催化精馏塔冷凝器温度为55～60℃，所述催化精馏塔再沸器温度为120～125℃。 [0023] 进一步的，所述催化精馏塔侧线换热过程中，精馏段侧线采出塔板抽出气相流率在其全部蒸汽的40～85％，优选50～80％；提馏段侧线采出塔板抽出全部液相物料；所述催化精馏塔侧线换热器平均换热温差在10～25℃；第一压缩机的压缩比在4～7.5，优选4.5～7.0。 [0024] 进一步的，所述醋酸丁酯精馏塔内压力为1～2atm，优选常压；所述醋酸丁酯精馏塔塔顶蒸汽的温度在110～140℃；所述醋酸丁酯辅助再沸器温度在130～170℃；第二压缩机的压缩比在1.8～3.0，优选2.0～2.3；醋酸丁酯精馏塔换热器平均换热温差在10～25℃。 [0025] 本发明的有益效果： [0026] (1)本发明针对醋酸甲酯与丁醇酯交换法连续生产醋酸正丁酯方法，提出一种热泵辅助的连续催化精馏工艺，通过对催化精馏塔中采用侧线换热器-热泵精馏技术、醋酸丁酯精馏塔采用常规热泵精馏技术，通过少量压缩机电耗，实现对工艺内部热量的利用，以减少外部加热蒸汽与冷却水的使用； [0027] (2)本发明通过对催化精馏塔、产品精馏塔等工艺参数的调整，能够实现产品的高纯度生产。本发明提出的热泵辅助的醋酸丁酯催化精馏生产装置与生产方法，综合了热泵精馏、催化精馏的技术优势，不仅醋酸丁酯的产品摩尔纯度高于99％，而且利用较少的压缩机电耗，大幅减少加热蒸汽与冷却水的使用，节省冷热公用工程负荷50％以上。附图说明： [0028] 图1为本发明热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产结构及流程示意图； [0029] 附图中的标记为： [0030] 1、催化精馏塔；2、催化精馏塔冷凝器；3、催化精馏塔再沸器；4、第一压缩机；5、侧线换热器；6、第一节流阀；7、催化精馏塔塔顶物料输出泵；8、甲醇精馏塔；9、甲醇精馏塔冷凝器；10、甲醇精馏塔再沸器；11、醋酸甲酯/甲醇循环泵；12、催化精馏塔塔底物料输出泵；13、醋酸丁酯精馏塔；14、第二压缩机；15、醋酸丁酯精馏塔换热器；16、醋酸丁酯辅助再沸器；17、第二节流阀；18、丁醇循环泵；19、塔顶蒸汽预热器。具体实施方式： [0031] 为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。显然，所描述的实施例是本发明的一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。 [0032] 实施例1 [0033] 参照图1，本发明实施例提供一种热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产装置，包括催化精馏塔1、甲醇精馏塔8、醋酸丁酯精馏塔13、压缩机、换热器与节流阀。 [0034] 所述催化精馏塔1分为精馏段、催化段和提馏段，催化精馏塔1设置有第一进料口和第二进料口，第一进料口分布在第二进料口上方，第一进料口用于输入丁醇，第二进料口用于输入醋酸甲酯与甲醇，醋酸甲酯与甲醇的混合物、丁醇分别从催化精馏塔1内催化段的底部、顶部进料。所述催化精馏塔1顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与催化精馏塔冷凝器2入口连接，催化精馏塔冷凝器2出口与液相回料口、甲醇精馏塔8进料口分别连接；所述催化精馏塔1底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与催化精馏塔再沸器3入口连接，催化精馏塔再沸器3出口与气相回料口、醋酸丁酯精馏塔13进料口分别连接。所述催化精馏塔1设置有侧线换热装置，侧线换热装置包括第一压缩机4和侧线换热器5；所述催化精馏塔1内精馏段设置有精馏段侧线采出塔板和精馏段侧线采入塔板及相应的物料采出、回流管路，精馏段侧线采出塔板通过管路与第一压缩机4连接，第一压缩机4与侧线换热器5的第一入口连接，侧线换热器5的第一出口通过管路与精馏段侧线采入塔板连接；所述催化精馏塔1内提馏段设置有提馏段侧线采出塔板和提馏段侧线采入塔板及相应的物料采出、回流管路，提馏段侧线采出塔板通过管路与侧线换热器5的第二入口连接，侧线换热器5的第二出口通过管路与提馏段侧线采入塔板连接。所述侧线换热器5与精馏段侧线采入塔板的连接管路上设置有第一节流阀6。 [0035] 所述甲醇精馏塔8顶部设置有气相出料口和液相回料口，气相出料口与甲醇精馏塔冷凝器9入口连接，甲醇精馏塔冷凝器9出口与液相回料口、催化精馏塔1的第二进料口分别连接；甲醇精馏塔8底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与甲醇精馏塔再沸器10入口连接，甲醇精馏塔再沸器10出口与气相回料口、甲醇输出管路分别连接。 [0036] 所述醋酸丁酯精馏塔13顶部设置有出料口和回料口，出料口与塔顶蒸汽预热器19、第二压缩机14、醋酸丁酯精馏塔换热器15第一入口依次连接，醋酸丁酯精馏塔换热器15第一出口再次通过塔顶蒸汽预热器19，与回料口和催化精馏塔1的第一进料口分别连接，所述塔顶蒸汽预热器19与醋酸丁酯精馏塔13顶部回料口和催化精馏塔1的连接管路上设置有第二节流阀17。所述醋酸丁酯精馏塔13底部设置有液相出料口和气相回料口，液相出料口与醋酸丁酯精馏塔换热器15第二入口连接，醋酸丁酯精馏塔换热器15第二出口与醋酸丁酯辅助再沸器16入口连接，醋酸丁酯辅助再沸器16出口与气相回料口和醋酸丁酯输出管路分别连接。 [0037] 本实施例中，所述催化精馏塔冷凝器2出口与甲醇精馏塔8进料口之间的连接管路上设置有催化精馏塔塔顶物料输出泵7；所述甲醇精馏塔冷凝器9出口与催化精馏塔1的第二进料口之间的连接管路上设置有醋酸甲酯/甲醇循环泵11；所述催化精馏塔再沸器3出口与醋酸丁酯精馏塔13进料口之间的连接管路上设置催化精馏塔塔底物料输出泵12；所述塔顶蒸汽预热器19第二出口与催化精馏塔1的第一进料口之间的连接管路上设置丁醇循环泵18。 [0038] 所述催化精馏塔1内的精馏段侧线采入塔板和精馏段侧线采出塔板均位于精馏段底部的1～4块塔板处，优选精馏段底部的1～2块塔板；所述催化精馏塔1内的提馏段侧线采入塔板和提馏段侧线采出塔板均位于提馏段上部的1～4块塔板处。所述催化精馏塔1中，精馏段塔板数为8～15，优选9～13，催化段塔板数为10～20，优选12～16块，提馏段塔板数为5～15，优选6～9；所述醋酸丁酯精馏塔13中，精馏段塔板数为8～18，优选10～16，提馏段塔板数为3～10，优选4～8。 [0039] 本发明热泵辅助的连续醋酸丁酯催化精馏生产流程： [0040] 新鲜丁醇与来自醋酸丁酯精馏塔13的循环丁醇物料进入催化精馏塔1的第一进料口，新鲜醋酸甲酯与甲醇与来自甲醇精馏塔8的循环物料进入催化精馏塔1的第二进料口；反应物料在催化精馏塔1内的催化段塔板进行酯交换反应，催化剂为离子交换树脂催化剂。 [0041] 催化精馏塔1顶部的醋酸甲酯与甲醇气相混合物通过顶部出料口进入催化精馏塔冷凝器2冷凝后，一部分通过催化精馏塔1顶部回料口回流，另一部分通过催化精馏塔塔顶物料输出泵7进入甲醇精馏塔8；催化精馏塔1底部的丁醇与醋酸丁酯混合物通过底部出料口进入催化精馏塔再沸器3，催化精馏塔再沸器3出口的气相物料通过催化精馏塔1底部回料口回流，液相物料通过催化精馏塔塔底物料输出泵12进入醋酸丁酯精馏塔13；催化精馏塔1精馏段侧线采出塔板抽出气相物料，经第一压缩机4压缩提压提温后送入催化精馏塔侧线换热器5，换热后的物料进入第一节流阀6返回至精馏段侧线采入塔板；催化精馏塔1提馏段侧线采出塔板抽出全部液相物料送入侧线换热器5吸热，吸热汽化后的物料经物料输送管道返回至提馏段侧线采入塔板，形成物料闭路。 [0042] 来自催化精馏塔冷凝器2的醋酸甲酯与甲醇混合物，经催化精馏塔塔顶物料输出泵7进入甲醇精馏塔8内完成分离；甲醇精馏塔8顶部气相物料通过顶部出料口进入甲醇精馏塔冷凝器9冷凝后，一部分冷凝液通过甲醇精馏塔8顶部回料口回流，另一部分通过醋酸甲酯/甲醇循环泵11与新鲜物料混合送至催化精馏塔1的第二进料口；甲醇精馏塔8底部物料(主要为甲醇)通过底部出料口进入甲醇精馏塔再沸器10汽化，甲醇精馏塔再沸器10出口的气相物料通过甲醇精馏塔8底部回料口回流，液相物料作为甲醇产品采出。 [0043] 来自催化精馏塔再沸器3的醋酸丁酯与丁醇的混合物，通过催化精馏塔塔底物料输出泵12进入醋酸丁酯精馏塔13；醋酸丁酯精馏塔13顶部醋酸丁酯与丁醇的气相混合物通过顶部出料口进入塔顶蒸汽预热器19，接着送入第二压缩机14，提压提温后的气相混合物进入醋酸丁酯精馏塔换热器15进行换热，换热后的物料再次经塔顶蒸汽预热器19后，一部分通过第二节流阀17和醋酸丁酯精馏塔13顶部回料口返回塔内，另一部分通过丁醇循环泵18与新鲜丁醇混合送至催化精馏塔1的第一进料口；醋酸丁酯精馏塔13底部液相物料通过底部出料口进入醋酸丁酯精馏塔换热器15，其部分汽化后进入醋酸丁酯辅助再沸器16吸热，醋酸丁酯辅助再沸器16出口的气相物料通过醋酸丁酯精馏塔13底部回料口回流，液相物料作为醋酸丁酯产品采出。 [0044] 具体的，本发明各结构参数：催化精馏塔1内常压设置；所述催化精馏塔1内催化段温度为90～110℃；所述催化精馏塔1的第一进料口中，来自醋酸丁酯精馏塔13的循环丁醇物料与新鲜丁醇摩尔比为0.5～2；所述催化精馏塔冷凝器2温度为55～60℃；所述催化精馏塔再沸器3温度为120～125℃。所述催化精馏塔1侧线换热过程中，精馏段侧线采出塔板抽出气相流率在其全部蒸汽的40～85％，优选50～80％；提馏段侧线采出塔板抽出全部液相物料；所述催化精馏塔侧线换热器5平均换热温差在10～25℃；第一压缩机4的压缩比在4～7.5，优选4.5～7.0。所述醋酸丁酯精馏塔13内压力为1～2atm，优选常压；所述醋酸丁酯精馏塔13塔顶蒸汽的温度在110～140℃；所述醋酸丁酯辅助再沸器16温度在130～170℃；第二压缩机14的压缩比在1.8～3.0，优选2.0～2.3；醋酸丁酯精馏塔换热器15平均换热温差在10～25℃。 [0045] 实施例2 [0046] 本实施例在实施例1的基础上，对工艺参数进行了限定，具体为： [0047] 催化精馏塔1精馏段塔板数为9，催化段塔板数为16，提馏段塔板数为7。新鲜醋酸甲酯与甲醇的流率为100kmol/h，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.65、0.35。来自甲醇精馏塔8塔顶的醋酸甲酯与甲醇的流率为35kmol/h，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.5273、0.4727。两股物料混合后进入催化精馏塔1第25块板。新鲜丁醇的流率为65kmol/h，来自醋酸丁酯精馏塔13塔顶的丁醇物料流率为55.05kmol/h，醋酸丁酯、丁醇、醋酸甲酯的摩尔组成分别为0.1762、0.8236、0.0002。两股物料混合后进入催化精馏塔1第10块塔板。催化精馏塔1塔顶采出汽相流率为232.3kmol/h，其中醋酸甲酯、甲醇与醋酸丁酯的摩尔组成分别为0.1368、0.8618、0.0014；催化精馏塔冷凝器2采出135.05kmol/h液相物料进入甲醇精馏塔8；催化精馏塔再沸器3移出120kmol/h液相流率进入后续醋酸丁酯精馏塔13，其中醋酸丁酯、丁醇与醋酸甲酯的摩尔组成分别为0.6195、0.3791、0.0014。 [0048] 催化精馏塔1的操作压力为常压，回流比为0.72，催化精馏塔冷凝器2温度58.8℃，催化精馏塔再沸器3温度123.0℃，催化段即塔板数为10～25的塔板温度在100～110℃；自催化精馏塔1第9块侧线采出190kmol/h、99.5℃的气相，经第一压缩机4(压缩比为4.9)提压提温至5.08atm、166.6℃，将其作为侧线换热器5的热源，换热后的冷凝液经第一节流阀6返回催化精馏塔1内第8块塔板；自催化精馏塔1第27块塔板采出全部液相物料524.87kmol/h，待其吸热部分汽化后返回至第28块塔板。此工况下，第一压缩机4电耗为348kW，侧线换热器5热负荷为1965kW，平均换热温差为15.6℃，催化精馏塔塔顶冷凝器2热负荷为2246kW，塔底再沸器3的热负荷为2278kW。 [0049] 甲醇精馏塔8的塔板数为21，塔板进料位置为9，来自催化精馏塔冷凝器2的135.05kmol/h的物料进入甲醇精馏塔8。所述甲醇精馏塔8操作压力为常压，回流比为2.2，甲醇精馏塔冷凝器9温度53.9℃，甲醇精馏塔再沸器10温度66.7℃。塔顶采出气相流率为110.6kmol/h，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.5273、0.4727，经塔顶甲醇精馏塔冷凝器9冷凝后，引出35kmol/h通过醋酸甲酯/甲醇循环泵11与新鲜醋酸甲酯/甲醇物料共同进入催化精馏塔1；塔底甲醇精馏塔再沸器10移出液相产品流率为100.05kmol/h，其中甲醇的摩尔纯度为99.79％。可见，甲醇精馏塔8能够有效将甲醇与醋酸甲酯/甲醇的共沸物分离开来。此时，甲醇精馏塔冷凝器负荷为1001kW，再沸器负荷为1014kW。 [0050] 来自催化精馏塔1塔底的混合醋酸丁酯与丁醇物料进入醋酸丁酯精馏塔13进行分离。醋酸丁酯精馏塔17的塔板数为33，塔板进料位置为17。醋酸丁酯精馏塔13的操作压力为2atm，塔顶246.31kmol/h、139.1℃的蒸汽进入到塔顶蒸汽预热器19升温到150.5℃，然后进入第二压缩机14提压提温(压缩比为2)至4atm、165.2℃，将其作为塔底醋酸丁酯精馏塔换热器15的热源，与来自塔底的液相物料换热后的物料再次经塔顶蒸汽预热器19回收热量，经第二节流阀17后，191.26kmol/h返回至醋酸丁酯精馏塔13，55.05kmol/h送至催化精馏塔1第一进料口。其中第二压缩机14电耗为199kW，醋酸丁酯精馏塔换热器15换热量为2428kW，平均换热温差为10.7℃。为了保证醋酸丁酯的产品纯度，在塔底醋酸丁酯精馏塔换热器15后配置醋酸丁酯辅助再沸器16，醋酸丁酯辅助再沸器16使用外界热公用工程，醋酸丁酯辅助再沸器16热负荷为390kW，温度为154.3℃。流率为64.95kmol/h的液相作为产品从醋酸丁酯精馏塔塔底再沸器采出，其中醋酸丁酯的摩尔纯度为99.53％。 [0051] 本实施例中，热泵精馏辅助的醋酸丁酯催化精馏工艺中，所得到的醋酸丁酯的摩尔纯度达99.53％，甲醇的摩尔纯度达99.79％；在两台压缩机的电耗为547kW的情况下，可回收4393kW热量，冷公用工程负荷降低50.63％，热公用工程负荷减少49.70％。 [0052] 实施例3 [0053] 本实施例在实施例1的基础上，对工艺参数进行了限定，具体为： [0054] 催化精馏塔1精馏段塔板数为9，催化段塔板数为14，提馏段塔板数为9；新鲜醋酸甲酯与甲醇100kmol/h及其来自甲醇精馏塔塔顶的循环物料35kmol/h混合至第23块板进料，新鲜丁醇65kmol/h与来自醋酸丁酯精馏塔13塔顶丁醇物料35.05kmol/h混合至第10块塔板进料。催化精馏塔冷凝器2采出135.05kmol/h液相物料进入甲醇精馏塔1，其中，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.8295、0.1701；催化精馏塔再沸器3移出100kmol/h液相流率进入后续醋酸丁酯精馏塔13，其中醋酸丁酯、丁醇与醋酸甲酯的摩尔组成分别为0.7362、0.2630、0.0008。 [0055] 催化精馏塔1的操作压力为常压，回流比为0.6，催化精馏塔冷凝器2温度57.9℃，催化精馏塔再沸器3温度124.5℃，催化段即塔板数为10～23的塔板温度在97～110℃；自催化精馏塔1第9块塔板采出250kmol/h、83.2℃的汽相，经第一压缩机4(压缩比为6.8)提压提温至7.04atm、191.9℃，其与来自提馏段侧线采出的液相物料在侧线换热器5中换热，换热后的冷凝液经第一节流阀6返回塔内第8块塔板。催化精馏塔1第25块塔板采出全部液相物料530.0kmol/h，待其吸热部分汽化后返回至第26块塔板。此工况下，压缩机电耗为554kW，侧线换热器5换热量为2485kW，平均换热温差为15.3℃。该工况下，催化精馏塔冷凝器2热负荷为2080kW，催化精馏塔再沸器3的热负荷为1984kW。 [0056] 来自催化精馏塔冷凝器2的135.05kmol/h的物料进入甲醇精馏塔8。所述甲醇精馏塔冷凝器9温度53.6℃，塔底甲醇精馏塔再沸器10温度66.5℃。塔顶采出气相流率为110.6kmol/h，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.6473、0.3527，经塔顶甲醇精馏塔冷凝器9冷凝后，引出35kmol/h通过醋酸甲酯/甲醇循环泵11与新鲜醋酸甲酯/甲醇物料共同进入催化精馏塔1；甲醇精馏塔再沸器10移出液相产品流率为100.05kmol/h，其中甲醇的摩尔纯度为99.63％。甲醇精馏塔冷凝器9负荷为982kW，甲醇精馏塔再沸器10负荷为995kW。 [0057] 来自催化精馏塔1塔底的混合醋酸丁酯与丁醇物料进入醋酸丁酯精馏塔13进行分离。醋酸丁酯精馏塔13的操作压力为常压，塔顶209.5kmol/h、116.9℃的蒸汽经塔顶蒸汽预热器19预热至127.9℃后，进入第二压缩机14压缩提温(压缩比为2)后作为塔底醋酸丁酯精馏塔换热器15的热源，其压力为2atm、143.8℃，换热后的物料分别经塔顶蒸汽预热器19、第二节流阀17后，174.45kmol/h返回至醋酸丁酯精馏塔13，35.05kmol/h送至催化精馏塔1第一进料口，其中第二压缩机14电耗为160kW，醋酸丁酯精馏塔换热器15可回收热量2227kW，平均换热温差为10.5℃。醋酸丁酯辅助再沸器16热负荷为100kW，温度为130.3℃，可获得液相流率为64.95kmol/h，其中醋酸丁酯产品摩尔纯度为99.5％。 [0058] 本实施例中，热泵精馏辅助的醋酸丁酯催化精馏工艺中，所得到的醋酸丁酯的摩尔纯度达99.50％，甲醇的摩尔纯度达99.62％；在两台压缩机的电耗为714kW的情况下，可回收4712kW热量，冷公用工程负荷降低53.44％，热公用工程负荷减少56.98％。 [0059] 实施例4 [0060] 本实施例在实施例1的基础上，对工艺参数进行了限定，具体为： [0061] 催化精馏塔1精馏段塔板数为9，催化段塔板数为14，提馏段塔板数为6；新鲜醋酸甲酯与甲醇100kmol/h及其来自甲醇精馏塔1塔顶的循环物料35kmol/h混合至第23块板进料，新鲜丁醇65kmol/h与来自醋酸丁酯精馏塔13塔顶醋酸丁酯物料85.05kmol/h混合至第10块塔板进料。催化精馏塔冷凝器2采出135.05kmol/h液相物料进入甲醇精馏塔8，其中，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.8315、0.1681；催化精馏塔再沸器3移出150kmol/h液相流率进入后续醋酸丁酯精馏塔13，其中醋酸丁酯、丁醇与醋酸甲酯的摩尔组成分别为0.6030、0.3956、0.0004。 [0062] 催化精馏塔1的操作压力为常压，回流比为1.1，催化精馏塔冷凝器2温度58.0℃，催化精馏塔再沸器3温度122.3℃，催化段即塔板数为10～23的塔板温度在105～110℃；自催化精馏塔1第9块侧线采出280kmol/h、94.8℃的汽相，经第一压缩机4(压缩比为5.3)提压提温至5.47atm、170.1℃，将其作为侧线换热器5的热源，换热后的冷凝液经第一节流阀6返回塔内第8块塔板；自催化精馏塔1第27块塔板采出全部液相物料668.84kmol/h，待其吸热部分汽化后返回至第28块塔板。此工况下，压缩机电耗为537kW，侧线换热器5热负荷为2841kW，平均换热温差为14.1℃，催化精馏塔冷凝器2热负荷为2666kW，催化精馏塔再沸器3的热负荷为2730kW。 [0063] 来自催化精馏塔1塔顶冷凝器的135.05kmol/h的物料进入甲醇精馏塔8。所述甲醇精馏塔冷凝器9温度53.6℃，甲醇精馏塔再沸器10温度66.5℃。塔顶采出气相流率为110.6kmol/h，醋酸甲酯与甲醇的摩尔组成分别为0.6444、0.3556，经甲醇精馏塔冷凝器9冷凝后，引出35kmol/h通过醋酸甲酯/甲醇循环泵与新鲜醋酸甲酯/甲醇物料共同进入催化精馏塔1；甲醇精馏塔再沸器10移出液相产品流率为100.05kmol/h，其中甲醇的摩尔纯度为99.81％。甲醇精馏塔冷凝器9负荷为982kW，甲醇精馏塔再沸器10负荷为996kW。 [0064] 来自催化精馏塔1塔底的混合醋酸丁酯与丁醇物料进入醋酸丁酯精馏塔13进行分离。醋酸丁酯精馏塔的13塔板数为43，塔板进料位置为28。醋酸丁酯精馏塔13的操作压力为常压，塔顶289.14kmol/h、117.1℃的蒸汽进入到塔顶蒸汽预热器19升温到129.8℃，然后进入第二压缩机14提压提温(压缩比为2.2)至2.2atm、147.5℃，将其作为醋酸丁酯精馏塔换热器15的热源，与来自塔底的液相物料进行换热，所得物料再次经塔顶蒸汽预热器19回收热量并经第二节流阀17后，204.09kmol/h返回至醋酸丁酯精馏塔13，85.05kmol/h送至催化精馏塔1第一进料口，其中第二压缩机14电耗为254kW，醋酸丁酯精馏塔换热器15换热量为3008kW，平均换热温差为13.9℃。醋酸丁酯辅助再沸器16热负荷为167kW，温度为131.4℃。流率为64.95kmol/h的液相作为产品从醋酸丁酯辅助再沸器16采出，其中醋酸丁酯的摩尔纯度为99.78％。 [0065] 本实施例中，热泵精馏辅助的醋酸丁酯催化精馏工艺中，所得到的醋酸丁酯的摩尔纯度达99.78％，甲醇的摩尔纯度达99.81％；在两台压缩机的电耗为791kW的情况下，可回收5849kW热量，冷公用工程负荷降低57.49％，热公用工程负荷减少58.36％。 [0066] 以上仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，应视为本发明的保护范围。