本發(fā)明涉及精餾分離技術(shù)，特別涉及一種分離異丙醇-二異丙醚混合物的裝置和工藝。

背景技術(shù)：

異丙醇(IPA)是世界上最早生產(chǎn)的石油化工產(chǎn)品之一.主要用于生產(chǎn)丙酮和用作溶劑，異丙醇也用作合成甘油、乙酸異丙酯、異丙基胺鹽、亞硝酸二異丙基胺等產(chǎn)品的原料，異丙醇還廣泛用作石油燃料的防凍添加劑。此外，異丙醇還可用于制造殺菌劑、殺蟲(chóng)劑、消毒劑及防腐劑等。

異丙醇的生產(chǎn)以丙烯和水為原料，采用酸性或陽(yáng)離子交換樹(shù)脂催化劑,經(jīng)水合生成異丙醇。生產(chǎn)異丙醇的過(guò)程中，得到了大量含有二異丙醚的副產(chǎn)物。常壓下異丙醇、二異丙醚形成二元共沸物，共沸溫度為66.2℃，共沸組成為異丙醇16.3％、二異丙醚83.7％(wt％)，且二組分間也形成最低共沸物，用常規(guī)精餾方法得不到高純度產(chǎn)品。

中國(guó)專(zhuān)利CN105906488提供了一種用于異丙醇生產(chǎn)中副產(chǎn)物二異丙醚的精制提純裝制的方法，利用液液萃取、共沸精餾的方法，進(jìn)行四塔連續(xù)操作，從二異丙醚精制塔釜得到二異丙醚。該工藝中經(jīng)萃取得到的異丙醇與水的混合物的分離并未涉及。該工藝采用四塔分離流程，設(shè)備投資及操作費(fèi)用均較高。

中國(guó)專(zhuān)利CN101792367提供了一種異丙醇-二異丙醚-水混合物的間歇萃取精餾分離方法。該方法采用包括萃取精餾塔、萃取精餾塔塔釜的加熱釜，萃取精餾塔塔頂冷凝器及高位槽和產(chǎn)品接收罐構(gòu)成的精餾裝置，間歇精餾操作分離異丙醇-二異丙醚-水混合物，雖然采用單塔操作，操作靈活，設(shè)備費(fèi)用投入小，但由于需要外加溶劑，對(duì)產(chǎn)品的品質(zhì)會(huì)有影響。

變壓精餾法是利用異丙醇－二異丙醚體系對(duì)拉烏爾定律產(chǎn)生正偏差的特點(diǎn)，通過(guò)變換精餾塔操作壓力，從而改變異丙醇－二異丙醚體系的共沸溫度和共沸組成，由此實(shí)現(xiàn)產(chǎn)物的分離。變壓精餾具有不需要加入其他物質(zhì)，避免了萃取精餾、共沸精餾工藝中溶劑的回收和產(chǎn)品純度問(wèn)題，工藝簡(jiǎn)單。王玉霞等人在《變壓精餾分離異丙醇-二異丙醚工藝模擬》,Luo haotao等在《Comparison of Pressure-Swing Distillation and Extractive Distillation Methods for Isopropyl Alcohol/Diisopropyl Ether Separation》中對(duì)變壓精餾分離異丙醇－二異丙醚體系進(jìn)行了詳細(xì)的研究，然而變壓精餾需對(duì)異丙醇－二異丙醚體系進(jìn)行多次精餾操作，生產(chǎn)中蒸汽和冷卻水消耗量都很大，從而增加了工藝過(guò)程能耗及生產(chǎn)成本，這些缺點(diǎn)極大降低了變壓精餾法分離異丙醇－二異丙醚體系的競(jìng)爭(zhēng)力。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

針對(duì)現(xiàn)有的變壓精餾分離異丙醇－二異丙醚體系能耗大的缺點(diǎn)，本發(fā)明提供了一種自熱回收變壓精餾分離異丙醇－二異丙醚體系裝置及工藝。在確保異丙醇－二異丙醚高效分離的同時(shí)，有效減低異丙醇－二異丙醚分離工藝的能耗。

為達(dá)此目的，本發(fā)明采用以下技術(shù)方案：

一種分離異丙醇和二異丙醚混合物的裝置，包括：第一換熱器，所述第一換熱器具有相互間隔的第一流體通道和第二流體通道；

第二換熱器，所述第二換熱器具有相互間隔的第三流體通道和第四流體通道，第一流體通道的輸出端與第三流體通道的輸入端相連，第四流體通道的輸出端與第一冷卻器的輸入端連接；

第三換熱器，所述第三換熱器具有相互間隔的第五流體通道和第六流體通道；第三流體通道的輸出端與第五流體通道的輸入端相連；

第四換熱器，所述第四換熱器具有相互間隔的第七流體通道和第八流體通道；第七流體通道輸入端與低壓塔釜出口連接，第七流體通道輸出端與低壓塔釜連接，第八流體通道的輸入端與第一壓縮機(jī)的輸出端相連接，第八流體通道具有第一輸出端和第二輸出端；

第五換熱器，所述第五換熱器具有相互間隔的第九流體通道和第十流體通道；第九流體通道輸入端與第八流體通道的輸出端相連；

第六換熱器，所述第六換熱器具有相互間隔的第十一流體通道和第十二流體通道，第十一流體通道輸入端與第九流體通道的輸出端相連；

第七換熱器，所述第七換熱器具有相互間隔的第十三流體通道和第十四流體通道，第十三流體通道輸入端與高壓塔釜出口連接，第十三流體通道輸出端與高壓塔釜連接，第十四流體通道的輸入端與第二壓縮機(jī)的輸出端相連接，第十四流體通道具有第一輸出端和第二輸出端，第十四流體通道的第一輸出端與第六通道的輸入端相連，第二輸出端與第十通道的輸入端相連；

低壓塔，所述低壓塔具有第一、二進(jìn)料口，低壓塔頂出口和低壓塔釜出口，所述第一進(jìn)料口與所述第五液體通道的輸出端相連，所述第二進(jìn)料口與所述第十液體通道的輸出端相連，低壓塔釜出口與第二流體通道輸入端相連；

第一壓縮機(jī)，所述第一壓縮機(jī)的輸入端與低壓塔頂出口相連；

高壓塔，所述高壓塔具有第三進(jìn)料口、高壓塔頂出口和高壓塔釜出口；所述第三進(jìn)料口與所述第十一液體通道的輸出端相連，高壓塔釜出口與第十三流體通道輸入端相連；

第二壓縮機(jī)，所述第二壓縮機(jī)的輸入端與高壓塔頂出口相連。

一種分離異丙醇和二異丙醚混合物的裝置，還包括第一冷卻器，所述第一次冷卻器設(shè)在第四流體通道的輸出端與低壓塔的塔頂回流之間；第二冷卻器，所述第二次冷卻器與第二流體通道的輸出端相連；第三冷卻器，所述第三次冷卻器與第六流體通道的輸出端相連。

所述低壓塔的理論板數(shù)為15～25塊，第一進(jìn)料口位于第12塊板處，第二進(jìn)料口位于第10塊板處，操作壓力為0.09MPa～0.1MPa，塔頂溫度64～67℃，塔釜溫度為82～86℃。

所述高壓塔的理論板數(shù)為25～35塊，第三進(jìn)料口位于第19塊板處，操作壓力為0.35MPa～0.45MPa，塔頂溫度108～117℃，塔釜溫度為118～127℃。

所述每一流體通道的溫差≥5℃。第一壓縮機(jī)的壓縮比2.5～3.5，第二壓縮機(jī)的壓縮比為1.5～2.5

根據(jù)上述一種分離異丙醇和二異丙醚混合物的裝置分離異丙醇和二異丙醚混合物的方法，按照下述步驟進(jìn)行：

含有異丙醇－二異丙醚混合物的物流經(jīng)由第一換熱器、第二換熱器，第三換熱器三次預(yù)熱后，以飽和液相從低壓塔第一進(jìn)料口進(jìn)入，在低壓塔中進(jìn)行精餾，低壓塔塔釜產(chǎn)物為異丙醇物料，異丙醇物料經(jīng)第一換熱器、第二冷卻器冷卻后作為產(chǎn)品采出。低壓塔的塔頂氣相物料經(jīng)第一壓縮機(jī)壓縮增壓升溫后，做為低壓塔塔釜熱源，進(jìn)入第四換熱器，為低壓塔提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第二換熱器與原料進(jìn)行換熱，再經(jīng)第一冷卻器后回流回低壓塔，另一股經(jīng)第五換熱器、第六換熱器預(yù)熱后經(jīng)第三進(jìn)料口進(jìn)入高壓塔中進(jìn)行精餾分離，高壓塔塔釜產(chǎn)物為二異丙醚物料，二異丙醚物料經(jīng)第三換熱器、第三冷卻器冷卻后作為產(chǎn)品采出。高壓塔的塔頂氣相物料經(jīng)第二壓縮機(jī)壓縮增壓升溫后，做為高壓塔塔釜熱源，進(jìn)入第七換熱器，為高壓塔提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第六換熱器冷卻后，回流回低壓塔，另一股經(jīng)第五換熱器冷卻后從第二進(jìn)料口返回低壓塔。

上述步驟中，異丙醇和二異丙醚混合物進(jìn)入低壓塔進(jìn)行分離，異丙醇和二異丙醚的共沸物作為輕組分從低壓塔塔頂采出，塔釜得到高純度的異丙醇成品，從低壓塔塔頂采出的異丙醇和二異丙醚的共沸物進(jìn)入高壓塔進(jìn)行分離，高壓塔的操作壓力的改變使異丙醇和二異丙醚的共沸組成發(fā)生改變，重新達(dá)到新的共沸狀態(tài)，此時(shí)的異丙醇和二異丙醚的共沸物作為輕組分從高壓塔塔頂采出，高壓塔塔釜得到高純度的二異丙醚成品。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明具有以下優(yōu)點(diǎn)：

本發(fā)明所述的異丙醇和二異丙醚混合物的分離工藝，將由低壓塔頂采出的共沸蒸汽物料采用壓縮機(jī)增壓升溫后，給低壓塔塔釜提供再沸所需熱量，同時(shí)完成低壓塔共沸蒸汽自身冷凝，同樣將由高壓塔頂采出的共沸蒸汽物料采用壓縮機(jī)增壓升溫后，給高壓塔塔釜提供再沸所需熱量，同時(shí)完成高壓塔共沸蒸汽自身冷凝。相對(duì)于傳統(tǒng)利用冷卻水實(shí)現(xiàn)塔頂物料冷凝，及采用熱公用工程實(shí)現(xiàn)塔釜加熱的方案，本發(fā)明通過(guò)壓縮機(jī)實(shí)現(xiàn)了自熱回收利用。此外常規(guī)的原料預(yù)熱一般采用熱公用工程直接供熱，這樣會(huì)導(dǎo)致能量的降級(jí)，本發(fā)明中原料及中間產(chǎn)物的預(yù)熱采用高、低壓塔塔底物料的余熱升高溫度，從而實(shí)現(xiàn)系統(tǒng)內(nèi)的熱量匹配，而不需要外界的熱共用工程的輸入，壓縮機(jī)所消耗的能量產(chǎn)生的費(fèi)用遠(yuǎn)低于傳統(tǒng)的冷卻水以及熱公用工程，產(chǎn)生良好的經(jīng)濟(jì)效益。

附圖說(shuō)明

圖1是本發(fā)明的分離異丙醇和二異丙醚混合物的流程圖

圖中標(biāo)號(hào)如下：1－低壓塔，2－高壓塔，3－第一換熱器，4－第二換熱器，5－第三換熱器，6－第四換熱器，7－第五換熱器，8－第六換熱器，9－第七換熱器，10－第一壓縮機(jī)，11－第二壓縮機(jī)，12－第一冷卻器，13－第二冷卻器，14－第三冷卻器。

具體實(shí)施方式

一種分離異丙醇和二異丙醚混合物的設(shè)備，其中第一換熱器3具有相互間隔的第一流體通道和第二流體通道，其中第一流體通道的輸入管線(xiàn)為原料進(jìn)料管15；

第二換熱器4具有相互間隔的第三流體通道和第四流體通道，第一流體通道的輸出端與第三流體通道的輸入端相連，連接管線(xiàn)為16，第四流體通道的輸出端與第一冷卻器的輸入端連接，連接管線(xiàn)為19；

第三換熱器5具有相互間隔的第五流體通道和第六流體通道；第三流體通道的輸出端與第五流體通道的輸入端相連，連接管線(xiàn)為17；

第四換熱器6具有相互間隔的第七流體通道和第八流體通道；第七流體通道輸入端與低壓塔釜出口連接，第七流體通道輸出端與低壓塔釜連接，第八流體通道的輸入端與第一壓縮機(jī)的輸出端相連接，連接管線(xiàn)為22，第八流體通道具有第一輸出端和第二輸出端，第八流體通道的第一輸出端與第四通道的輸入端相連，連接管線(xiàn)為24；

第五換熱器7具有相互間隔的第九流體通道和第十流體通道；第九流體通道輸入端與第八流體通道的第二輸出端相連，連接管線(xiàn)為30；

第六換熱器8具有相互間隔的第十一流體通道和第十二流體通道，第十一流體通道輸入端與第九流體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為31；

第七換熱器9具有相互間隔的第十三流體通道和第十四流體通道，第十三流體通道輸入端與高壓塔2塔釜出口連接，第十三流體通道輸出端與高壓塔2塔釜連接，第十四流體通道的輸入端與第二壓縮機(jī)11的輸出端相連接，連接管線(xiàn)為27，第十四流體通道具有第一輸出端和第二輸出端，第十四流體通道的第一輸出端與第六通道的輸入端相連，連接管線(xiàn)為40，第十四流體通道的第二輸出端與第十通道的輸入端相連，連接管線(xiàn)為36；

低壓塔1具有第一、二進(jìn)料口低壓塔頂出口和低壓塔釜出口，第一進(jìn)料口與第五液體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為18，第二進(jìn)料口與第十液體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為37，低壓塔釜出口與第二流體通道輸入端相連，連接管線(xiàn)為25；第一壓縮機(jī)10的輸入端與低壓塔1頂出口相連，連接管線(xiàn)為21；高壓塔2具有第三進(jìn)料口、高壓塔頂出口和高壓塔釜出口；第三進(jìn)料口與第十一液體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為32，高壓塔釜出口與第六流體通道輸入端相連，連接管線(xiàn)為40；第二壓縮機(jī)11的輸入端與高壓塔頂出口相連，連接管線(xiàn)為33。

第一冷卻器12設(shè)在第四流體通道與低壓塔的塔頂之間，連接管線(xiàn)為19，流體冷卻后經(jīng)連接管線(xiàn)20回流回低壓塔1。第二冷卻器13與第二流體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為26，產(chǎn)品異丙醇經(jīng)連接管線(xiàn)S27采出；第三冷卻器14與第六流體通道的輸出端相連，連接管線(xiàn)為28，產(chǎn)品二異丙醚經(jīng)連接管線(xiàn)29采出。

低壓塔1的理論板數(shù)為15～25塊，第一進(jìn)料口位于第12～15塊板處，第二進(jìn)料口位于第10～12塊板處，操作壓力為0.09MPa～0.1MPa，塔頂溫度64～67℃，塔釜溫度為82～86℃。

高壓塔2的理論板數(shù)為25～35塊，第三進(jìn)料口位于第19～22塊板處，操作壓力為0.35MPa～0.45MPa，塔頂溫度108～117℃，塔釜溫度為118～127℃。

所述每一流體通道的溫差≥5℃。第一壓縮機(jī)10的壓縮比2.5～3.5，第二壓縮機(jī)11的壓縮比K1為1.5～2.5

根據(jù)本發(fā)明實(shí)施的一種分離異丙醇－二異丙醚混合物的工藝，根據(jù)上述任一項(xiàng)所述的分離異丙醇－二異丙醚混合物的設(shè)備進(jìn)行，包括以下步驟：

含有異丙醇－二異丙醚混合物的原料經(jīng)15由第一換熱器3、第二換熱器4，第三換熱器5三次預(yù)熱后，以飽和液相經(jīng)18從低壓塔第一進(jìn)料口進(jìn)入低壓塔1中進(jìn)行精餾，低壓塔1塔釜產(chǎn)物為異丙醇物料，異丙醇物料經(jīng)第一換熱器3、第二冷卻器13冷卻后經(jīng)27作為產(chǎn)品采出。低壓塔1的塔頂氣相物料經(jīng)第一壓縮機(jī)10壓縮增壓升溫后，做為低壓塔1塔釜熱源，進(jìn)入第四換熱器6與塔底物料進(jìn)行換熱，為低壓塔1提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第二換熱器4與原料進(jìn)行換熱后，再經(jīng)第一冷卻器12后回流回低壓塔1，另一股經(jīng)第五換熱器7、第六換熱器8預(yù)熱后經(jīng)第三進(jìn)料口進(jìn)入高壓塔2中進(jìn)行精餾分離，高壓塔2塔釜產(chǎn)物為二異丙醚物料，二異丙醚物料經(jīng)第三換熱器5、第三冷卻器14冷卻后作為產(chǎn)品采出。高壓塔2的塔頂氣相物料經(jīng)第二壓縮機(jī)11壓縮升壓升溫后，作為高壓塔2塔釜熱源，進(jìn)入第七換熱器9與高壓塔2塔底物料進(jìn)行換熱，為高壓塔2提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第六換熱器8冷卻后，回流回低壓塔1，另一股經(jīng)第五換熱器7冷卻后從第二進(jìn)料口返回低壓塔。

本發(fā)明中，異丙醇和二異丙醚混合物進(jìn)入低壓塔1進(jìn)行分離，異丙醇和二異丙醚的共沸物作為輕組成從低壓塔1塔頂采出，塔釜得到高純度的異丙醇成品，從低壓塔1塔頂采出的異丙醇和二異丙醚的共沸物進(jìn)入高壓塔2進(jìn)行分離，高壓塔的操作壓力的改變使異丙醇和二異丙醚的共沸組成發(fā)生改變，重新達(dá)到新的共沸狀態(tài)，此時(shí)的異丙醇和二異丙醚的共沸物作為輕組分從高壓塔2塔頂采出，高壓塔2塔釜得到高純度的二異丙醚成品。

本發(fā)明中自熱回收部分是指對(duì)低壓塔和高壓塔塔頂蒸汽采用壓縮機(jī)進(jìn)行壓縮后增壓升溫，然后分別給低壓塔和高壓塔塔釜供熱，同時(shí)對(duì)其余熱進(jìn)行回收，將其用于原料及中間產(chǎn)物的預(yù)熱，從而實(shí)現(xiàn)系統(tǒng)內(nèi)的熱量匹配，而不需要外界的熱共用工程的輸入。

實(shí)施例1

低壓塔1塔內(nèi)填充500Y型規(guī)整填料，塔板數(shù)19塊，第一進(jìn)料口為第12塊板，第二進(jìn)料口為第10塊板，操作壓力為0.1MPa，塔頂溫度為66℃，塔釜溫度為84.7℃，壓縮機(jī)10的壓縮比為2.6。高壓塔2塔內(nèi)填充500Y型規(guī)整填料，塔板數(shù)27塊，第三進(jìn)料口為第19塊板，操作壓力為0.4MPa，塔頂溫度為110.8℃，塔釜溫度為120.1℃，壓縮機(jī)11的壓縮比為1.8。

含有異丙醇－二異丙醚混合物的原料液進(jìn)料量為7061kg/h，原料液的組成為：異丙醇63.8％，二異丙醚36.2％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。

含有異丙醇－二異丙醚混合物的原料液經(jīng)15由第一換熱器3、第二換熱器4，第三換熱器5三次預(yù)熱后，以飽和液相經(jīng)18從低壓塔1第一進(jìn)料口進(jìn)入低壓塔1中進(jìn)行精餾，塔釜采出4530kg/h的異丙醇產(chǎn)品，其中異丙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.5％。低壓塔1的塔頂氣相物料經(jīng)第一壓縮機(jī)10壓縮升壓升溫后，做為低壓塔1塔釜熱源，進(jìn)入第四換熱器6與塔底物料進(jìn)行換熱，為低壓塔1提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第二換熱器4與原料進(jìn)行換熱后，再經(jīng)第一冷卻器12后回流回低壓塔1，另一股流量為5624kg/h，組成為：異丙醇14.9％，二異丙醚85.9％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。經(jīng)第五換熱器7、第六換熱器8預(yù)熱后經(jīng)第三進(jìn)料口進(jìn)入高壓塔2中進(jìn)行精餾分離，高壓塔2塔釜采出2531kg/h的二異丙醚產(chǎn)品，其中二異丙醚的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.9％，其中一部分二異丙醚物料經(jīng)第七換熱器9換熱后返回到高壓塔2底部。另一部分二異丙醚物料經(jīng)第三換熱器5、第三冷卻器14冷卻后作為產(chǎn)品采出。高壓塔2的塔頂氣相物料經(jīng)第二壓縮機(jī)11壓縮升壓升溫后，做作為高壓塔2塔釜熱源，進(jìn)入第七換熱器9與高壓塔2塔底物料進(jìn)行換熱，為高壓塔2提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第六換熱器8冷卻后，回流回低壓塔1，另一股流量為3093kg/h，組成為：異丙醇27.0％，二異丙醚73.0％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。經(jīng)第五換熱器7冷卻后從第二進(jìn)料口返回低壓塔。穩(wěn)定操作時(shí)，高壓塔和低壓塔塔釜所需熱量均由塔頂蒸汽經(jīng)壓縮增壓升溫后提供，余熱對(duì)原料及中間產(chǎn)物進(jìn)行預(yù)熱，整個(gè)流程中，不需要外加熱公用工程，僅壓縮機(jī)10耗功173.4kW，壓縮機(jī)11耗功62.2kW，同時(shí)三個(gè)冷凝器所需熱負(fù)荷－76.0kW。

實(shí)施例2

低壓塔1塔內(nèi)填充500Y型規(guī)整填料，塔板數(shù)24塊，第一進(jìn)料口為第15塊板，第二進(jìn)料口為第12塊板，操作壓力為0.1MPa，塔頂溫度為66℃，塔釜溫度為85.1℃，壓縮機(jī)10的壓縮比為2.8。高壓塔2塔內(nèi)填充500Y型規(guī)整填料，塔板數(shù)30塊，第三進(jìn)料口為第21塊板，操作壓力為0.45MPa，塔頂溫度為115.1℃，塔釜溫度為125.2℃，壓縮機(jī)11的壓縮比為2。

含有異丙醇－二異丙醚混合物的原料液進(jìn)料量為7061kg/h，原料液的組成為：異丙醇63.8％，二異丙醚36.2％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。

含有異丙醇－二異丙醚混合物的原料液經(jīng)15由第一換熱器3、第二換熱器4，第三換熱器4三次預(yù)熱后，以飽和液相經(jīng)18從低壓1塔第一進(jìn)料口進(jìn)入低壓塔1中進(jìn)行精餾，塔釜采出4528kg/h的異丙醇產(chǎn)品，其中異丙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.5％。低壓塔1的塔頂氣相物料經(jīng)第一壓縮機(jī)10壓縮升壓升溫后，作為低壓塔1塔釜熱源，進(jìn)入第四換熱器6與塔底物料進(jìn)行換熱，為低壓塔1提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第二換熱器4與原料進(jìn)行換熱后，再經(jīng)第一冷卻器12后回流回低壓塔1，另一股流量為5622kg/h，組成為：異丙醇14.9％，二異丙醚85.9％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))，經(jīng)第五換熱器7、第六換熱器8預(yù)熱后經(jīng)第三進(jìn)料口進(jìn)入高壓塔2中進(jìn)行精餾分離，高壓塔2塔釜采出2534kg/h的二異丙醚產(chǎn)品，其中二異丙醚的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為99.8％，其中一部分二異丙醚物料經(jīng)第七換熱器9換熱后返回到高壓塔2底部。另一部分二異丙醚物料經(jīng)第三換熱器5、第三冷卻器14冷卻后作為產(chǎn)品采出。高壓塔2的塔頂氣相物料經(jīng)第二壓縮機(jī)11壓縮升壓升溫后，作為高壓塔2塔釜熱源，進(jìn)入第七換熱器9與高壓塔2塔底物料進(jìn)行換熱，為高壓塔2提供再沸熱量，然后分為兩股，一股經(jīng)第六換熱器8冷卻后，回流回低壓塔1，另一股流量為3089kg/h，組成為：異丙醇27.3％，二異丙醚72.7％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。經(jīng)第五換熱器7冷卻后從第二進(jìn)料口返回低壓塔。穩(wěn)定操作時(shí)，高壓塔和低壓塔塔釜所需熱量均由塔頂蒸汽經(jīng)壓縮增壓升溫后提供，余熱對(duì)原料及中間產(chǎn)物進(jìn)行預(yù)熱，整個(gè)流程中，不需要外加熱公用工程，僅壓縮機(jī)10耗功245.1kW，壓縮機(jī)11耗功96.6kW，同時(shí)三個(gè)冷凝器所需熱負(fù)荷為－149.8kW。