CN103626656A - 热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置。所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法中，将由常压精馏塔塔顶获取的常压共沸蒸汽物料采用热泵压缩机进一步增压升温后，作为热源通入常压精馏塔塔釜处的再沸器，对常压精馏塔中的釜液加热，从而同时完成常压共沸蒸汽物料自身冷凝。相对于传统利用冷却水实现常压共沸蒸汽物料冷凝，以及采用额外的外供热源实现釜液加热方案，本发明仅仅通过一热泵压缩机适当提高常压共沸蒸汽温度和压力，从而作为热源实现对釜液加热，合理、有效能量循环；本发明热泵压缩机所产生的费用远远低于传统的冷却水以及外供的热源费用，产生良好的经济效益。

Description

热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置

技术领域

本发明涉及混合物提纯工艺，尤其涉及一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置，在上述方法及装置中采用了热泵压缩机技术，实现热能循环利用。

背景技术

碳酸二甲酯（Dimethyl Carbonate，简称DMC，化学式：

），其分子中含有CH₃―、CH₃O―、CH₃O―CO―、―CO―等多种官能团，具有多种反应活性，常被用作聚碳酸酯、异氰酸酯、氨基甲酸酯、丙二酸酯、丙二尿烷等许多化工产品合成原料。而且DMC无毒、无害符合清洁生产和绿色化工的时代要求，逐渐取代剧毒的甲基化试剂和羰基化试剂（例如光气），广泛应用于高性能树脂、溶剂、染料中间体、药物增香剂、食品防腐剂、润滑油添加剂等有机合成工业。因而，DMC被誉为21世纪有机合成的“新基石”，成为近年来颇受国内外重视的新型绿色化学品。而DMC的制备工艺自然备受关注。

现有碳酸二甲酯合成的工艺路线主要包括光气法、甲醇氧化羰基化法（包括液相法和气相法）、酯交换法和尿素醇解法（包括间接尿素醇解法和直接尿素醇解法）。其中，光气法是传统的合成方法，由光气与甲醇反应生成氯甲酸甲酯，氯甲酸甲酯再与甲醇反应生成碳酸二甲酯产品。甲醇氧化羰基化法以甲醇、CO、O₂为原料，在催化剂作用下通过甲醇的氧化和羰基化来合成DMC，其根据生产条件不同又分为液相法和气相法。酯交换法是碳酸丙烯酯或碳酸乙烯酯与甲醇在催化剂作用下进行酯交换，得到DMC和丙二醇或乙二醇。尿素醇解法分为间接尿素醇解法和直接尿素醇解法，间接尿素醇解法是由尿素和烷基二醇(主要为乙二醇或丙二醇)反应合成碳酸亚烃酯(碳酸乙烯酯或碳酸丙烯酯)，随后碳酸亚烃酯和甲醇进行酯交换得到碳酸二甲酯和烷基二醇；直接尿素醇解法是由尿素先和甲醇生成氨基甲酸甲酯(Methyl Carbamate，简称MC)，随后氨基甲酸甲酯和甲醇进一步合成DMC，并释放出氨气，氨气可以循环作为合成尿素的原料。

从碳酸二甲酯合成的现有工艺路线可以看出，无论何种方法，原料中都要采用甲醇，因而工艺得到的粗产品均包含碳酸二甲酯-甲醇（简称DMC-MeOH）混合物。由于DMC-MeOH会形成二元共沸物，普通的分离方法难以达到分离/提纯产品的要求，而DMC产物的分离直接影响整个工艺的经济效益，因此对DMC-MeOH共沸物分离方法的研究尤为重要。

目前，业界熟知的DMC-MeOH分离方法主要有低温结晶法、膜分离法、吸附法、共沸精馏法、萃取精馏法和变压精馏法。a.低温结晶法是利用DMC的凝固点比甲醇的凝固点高的特点，选择适宜的温度使DMC-MeOH凝固结晶，分离结晶后再蒸馏得到DMC。低温结晶法需要在-35℃以下结晶，然后再升温二次蒸馏，能耗大，不适于工业化生产；b.膜分离法是利用DMC-MeOH经过特定膜的渗透作用不同，从而改变混合物的组分，直至使某一组分从混合物中分离出来，从而实现混合物分离的目的。膜分离法工艺复杂、装置费用高，大规模工业化还存在许多问题；c.吸附法分离法是利用离子交换树脂吸附大量的MeOH，吸附后液相中DMC含量大幅提高。吸附法分离法仅适用于MeOH含量较低的DMC-MeOH二元体系。d.共沸精馏法是在DMC-MeOH共沸物中加入C₅~C₈烷烃或环烷烃等共沸剂，使甲醇与烷烃形成与原体系共沸温度不同的新共沸物，利用两共沸物共沸温度差异使甲醇-烷烃共沸物蒸出，得到DMC产品。共沸精馏由于要符合能生成共沸物的条件，因此可供选择作为共沸剂的数目较少；此外，共沸精馏的能耗大，且受共沸组成的控制，故操作参数的变动范围很窄，操作难度大；e.萃取精馏法是在DMC-MeOH共沸液中添加一种沸点比原有组分均高的萃取剂，萃取剂与某一组分有较强的相容性，能显著改变原溶液组分间的相对挥发度。萃取精馏的优点是萃取剂易于选择，且萃取剂加入量的可变范围大；其缺点是萃取剂一般毒性大、用量大、并且可能影响产品纯度，回收萃取剂的能耗也较高；f.变压精馏法利用DMC-MeOH体系对拉乌尔定律产生正偏差的特点，通过变换精馏压力，从而改变DMC-MeOH体系的共沸温度和共沸物组成，由此实现产物的分离。参考图1所示，通常情况下，DMC-MeOH混合物首先在常压下精馏，从常压精馏塔A塔顶采出DMC-MeOH共沸物，从塔底采出较高纯度的MeOH（因此也称为甲醇回收单元）；然后将常压共沸蒸汽物料送入加压精馏塔B精馏，在加压条件下，DMC-MeOH体系共沸温度升高、共沸物中MeOH浓度也升高，因此从加压精馏塔顶可以采出以MeOH为主要成分的共沸物，从塔底可以得到较高纯度的DMC（因此也称为加压提浓单元）；加压精馏塔顶采出的加压共沸物送回常压精馏塔；塔底采出物送到产品精制塔C提纯（常压精馏），其塔顶采出的共沸物送入加压精馏塔精馏，塔底采出高纯度的DMC产品（产品精制单元）。

相对于其他的DMC-MeOH分离方法，变压精馏法具有不需要加入其他物质，避免了萃取精馏、共沸精馏技术中萃取剂或共沸剂的回收和产品纯度问题，操作压力允许波动范围较宽，工艺简单等优点，因而已广泛应用于DMC工业生产中。如，中国专利公告号CN1271721A名为《一种加压分离甲醇和碳酸二甲酯共沸物的方法》的申请文件公开了一种利用物料自身产生压力来加压分离甲醇和碳酸二甲酯共沸物的方法。梅支舵等人在《加压分离甲醇与碳酸二甲酯共沸物的新技术研究》中对加压精馏分离进行了详细研究。然而变压精馏法同样需要对DMC-MeOH体系进行多次精馏操作。具体参考图1所示。其设备包括常压精馏塔A、加压精馏塔B和产品精制塔C。具体工艺中，在变压精馏过程中在常压精馏塔A、加压精馏塔B和产品精制塔C的塔釜处分别设置再沸器11、12和13，并采用外供的高温蒸汽向塔釜内的釜液加温，改变釜液组分（从而降低釜液中低沸点组分含量，并提升高沸点组分含量）；而在塔顶又分别设置冷凝器21、22、23，并采用外供冷却水冷凝由塔顶提纯的共沸蒸汽，便于收集或是将共沸蒸汽冷凝后通入下一个精馏塔进行组分进一步提纯操作。而且为使常压精馏塔A、加压精馏塔B内进料稳定，一般都会在常压精馏塔A、加压精馏塔B原料进口加设预热器31和32，通过外供的蒸汽加热进料。基于大规模生产中蒸汽和冷却水消耗量都较大，从而增加了工艺能耗以及生产成本，这些缺点大大降低了变压精馏法分离DMC-MeOH的竞争力。

针对变压精馏分离DMC-MeOH能耗大的弊端，目前的解决方法包括采用双效精馏、多效精馏、热耦合等技术来降低能耗。如，中国公开号为CN1903828A的专利申请提供了一种采用双效精馏工艺，从加压塔顶采出的气相作为常压塔再沸器的热源，利用冷热介质之间的温差，降低装置的蒸汽和冷却水的消耗，节省能量的技术；中国公告号为CN201923966U的专利提供了采用多效精馏技术和二次蒸汽余热利用装置，回收热量，节约能耗的技术；中国公开号为CN101891622A的专利申请提供了一种将加压精馏塔顶气相作为反应精馏塔和常压精馏塔的热源，从而不再需要新鲜蒸汽加热，以达到降低DMC合成和分离过程总能耗的目的的技术。

然而，双效精馏、尤其是多效精馏，在控制上存在难度，设备之间相互影响，***从动态到稳态需要较长时间，在开车和进料组成/流量等发生波动时造成控制困难。此外，多效精馏随着效数的增加，各效之间热交换器温差减小，传热面积增加，给热交换器的设计和加工制造带来困难；且每增加一效，需要增加塔和热交换器各一套，从而增加了设备费用。而效数虽增加，其节能效果的增加却相差很大，效数越高，节能效果的增量越小。热耦合方法则仅在***热媒负荷和冷媒负荷基本适配的情形下才能达到较高的节能效率，使得其应用受到限制。

鉴于上述原因，如何确保DMC-MeOH分离度的同时，降低变压精馏的能耗一直是优化DMC制备工艺的研究重点。

发明内容

针对现有的变压精馏分离碳酸二甲酯-甲醇工艺中能耗大的缺点，本发明提供了一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置和氨基甲酸甲酯、碳酸二甲酯和甲醇的分离装置。从而在确保碳酸二甲酯-甲醇高效分离的同时，有效降低碳酸二甲酯-甲醇分离工艺的能耗，从而降低碳酸二甲酯-甲醇变压精馏分离工艺的成本。

本发明所提供的一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，包括：

将包括碳酸二甲酯和甲醇的混合原料通入常压精馏塔中进行常压精馏，从常压精馏塔塔釜提取富甲醇溶液，从常压精馏塔塔顶提取常压共沸蒸汽物料；

将从常压精馏塔塔顶提取的常压共沸蒸汽物料通入热泵压缩机增压升温之后，通入所述常压精馏塔塔釜处设置的常压精馏塔再沸器中，作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换，提高常压精馏塔塔釜内的釜液温度，而所述常压共沸蒸汽物料冷凝成液体；

将冷凝成液体的所述常压共沸蒸汽物料，通入一加压提浓塔中进行加压精馏，从所述加压提浓塔塔釜提取富碳酸二甲酯溶液，从加压提浓塔塔顶提取加压共沸蒸汽物料；所述加压提浓塔的工作压力大于所述常压精馏塔的工作压力。

可选地，所述常压精馏塔的操作压力为0.1~0.15MPa（A），塔顶温度为60~65℃，塔釜温度高于塔顶温度，且为64~75℃；

所述加压提浓塔的操作压力为1.3~1.7MPa（A），塔顶温度为140~160℃；塔釜温度比塔顶温度高20~30℃；

所述热泵压缩机压缩所述常压共沸蒸汽物料，所述热泵压缩机的压缩比为1.8~2.5。

可选地，将由所述常压精馏塔再沸器获取的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料作为热源与待通入所述常压精馏塔的混合原料进行热交换；之后通入一回流罐中进行气液分离，将获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，并作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换；

获取的部分液相组分通入所述加压提浓塔中进行所述加压精馏；另一部分液相组分作为回流液通入所述常压精馏塔，参与常压精馏。

可选地，将由所述常压精馏塔再沸器获取的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换；

将由所述中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述常压精馏塔的混合原料进行热交换之后再通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述常压精馏塔，参与常压精馏，另一部分液相组分通入所述加压提浓塔中进行所述加压精馏。

可选地，将从所述加压提浓塔塔顶提取的加压共沸蒸汽物料通入另一热泵压缩机增压升温之后，再通入所述加压提浓塔塔釜处设置的加压提浓塔再沸器中，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，提高加压提浓塔塔釜内的釜液温度，而所述加压共沸蒸汽物料冷凝成液体；

控制所述加压提浓塔对应的热泵压缩机的压缩比为2.6~4.0。

可选地，将由所述加压提浓塔再沸器获取的冷凝成液体的加压共沸蒸汽物料作为热源与待通入所述加压提浓塔的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料进行热交换；之后再通入一回流罐中，进行气液分离，将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述加压提浓塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述加压提浓塔，参与所述加压精馏，另一部分液相组分作为混合原料通入所述常压精馏塔；

或者，将由所述加压提浓塔再沸器获取的冷凝成液体的加压共沸蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述加压提浓塔的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料进行热交换之后再通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述加压精馏塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述加压提浓塔中参与加压精馏，另一部分液相组分作为混合原料通入所述常压精馏塔。

可选地，另包括：将从加压提浓塔塔釜提取的富碳酸二甲酯溶液通入产品精制塔，从所述产品精制塔塔顶提取精制塔蒸汽物料，从所述产品精制塔塔釜提取高纯碳酸二甲酯溶液；

将从产品精制塔提取的精制塔蒸汽物料通入另一热泵压缩机中增压升温之后，通入所述产品精制塔塔釜处设置的产品精制塔再沸器中，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换，提高产品精制塔塔釜内的釜液温度，而所述精制塔蒸汽物料冷凝成液体。

可选地，所述产品精制塔的压力为0.1~0.15MPa（A），塔顶温度为60~65℃；塔釜温度高于塔顶温度，且为85~90℃；

控制所述产品精制塔对应的热泵压缩机的压缩比为3.5~4.0。

可选地，将由所述产品精制塔再沸器获取的冷凝成液体的精制塔蒸汽物料通入一回流罐中，进行气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述产品精制塔，参与精馏，另一部分液相组分作为原料通入所述加压提浓塔中，参与所述加压精馏；

或者，将由所述产品精制塔再沸器获取的冷凝成液体的精制塔蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述中间罐中获取的液相组分通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述产品精制塔，参与精馏，另一部分液相组分作为原料通入所述加压提浓塔中，参与所述加压精馏。

可选地，所述的混合原料还包括氨基甲酸甲酯，对应的，从常压精馏塔塔釜提取的所述富甲醇溶液包含了氨基甲酸甲酯；

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，另包括：

将从常压精馏塔塔釜提取的所述富甲醇溶液通入一氨基甲酸甲酯分离塔中精馏，并从所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶提取富甲醇蒸汽，从所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜提取富氨基甲酸甲酯溶液；

其中，将所述富甲醇蒸汽通入又一热泵压缩机中增压加热之后，通入所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜处设置的氨基甲酸甲酯分离塔再沸器中，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，提高所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液温度，同时将所述富甲醇蒸汽冷凝成液体。

可选地，所述氨基甲酸甲酯分离塔的操作压力为0.10~0.2MPa（A）；所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶温度为64~70℃；塔釜温度大于塔顶温度且为70~85℃；

控制所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机的压缩比为2.0~3.0。

可选地，将由所述氨基甲酸甲酯分离塔再沸器获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽作为热源与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔的富甲醇溶液进行热交换，之后再通入另一回流罐中，进行气液分离；将由所述另一回流罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述另一回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述氨基甲酸甲酯分离塔，参与精馏，并收集另一部分液相组分；

或者，将由所述氨基甲酸甲酯分离塔再沸器获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽先通入另一中间罐，进行气液分离；并将由所述另一中间罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述另一中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔的富甲醇溶液进行热交换之后再通入另一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述另一回流罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，将由所述另一回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述氨基甲酸甲酯分离塔中参与精馏，并收集另一部分液相组分。

本发明还提供了一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，包括常压精馏塔、加压提浓塔和第一热泵压缩机；

所述常压精馏塔塔釜处设有第一再沸器；其中，所述常压精馏塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第一再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述常压精馏塔塔顶设有常压共沸蒸汽物料提取口，塔釜设有富甲醇溶液提取口，所述加压提浓塔塔顶设有加压共沸蒸汽物料提取口，塔釜设有富碳酸二甲酯提取口；

所述常压共沸蒸汽物料提取口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，所述第一热泵压缩机的排气口连接所述第一再沸器的热侧进口，所述第一再沸器的热侧出口连接所述加压提浓塔的原料进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：在所述第一再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第一回流罐以及在所述常压精馏塔的原料进口处设置的第一原料预热器；所述第一原料预热器的原料进口连接外部用于输送原料的原料输送管道，所述第一原料预热器的原料出口连接所述常压精馏塔的原料进口；

所述第一原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述常压精馏塔塔顶还设有回流液进口，所述第一回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

第一再沸器的热侧出口连接所述第一原料预热器的热侧入口，所述第一原料预热器的热侧出口连接所述第一回流罐设有物料入口；所述第一回流罐的气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述常压精馏塔塔顶的回流液进口。

可选地，热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：在所述第一再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第一中间罐和第一回流罐，以及在所述常压精馏塔的原料进口处设置的第一原料预热器；所述第一原料预热器的原料进口连接外部用于输送原料的原料输送管道，所述第一原料预热器的原料出口连接所述常压精馏塔的原料进口；

所述第一中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第一原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第一中间罐的物料入口连接所述第一再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，其液相出口连接所述第一原料预热器的热侧入口；

所述常压精馏塔塔顶还设有回流液进口，所述第一回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第一回流罐的物料入口连接所述第一原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述常压精馏塔塔顶的回流液进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：第二热泵压缩机和设于所述加压提浓塔塔釜处的第二再沸器；

所述加压提浓塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述加压提浓塔的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第二再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述加压共沸蒸汽物料提取口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，所述第二热泵压缩机的排气口连接所述第二再沸器的热侧进口，所述第二再沸器的热侧出口连接所述常压精馏塔的原料进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

在所述第二再沸器的热侧出口和所述常压精馏塔的原料进口之间设置的第二回流罐，以及所述加压提浓塔的原料进口处设置的第二原料预热器；所述第二原料预热器的原料进口连接所述第一再沸器的热侧出口，所述第二原料预热器的原料出口连接所述加压提浓塔的原料进口；

所述第二原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述加压提浓塔塔顶还设有回流液进口，所述第二回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

所述第二再沸器的热侧出口连接所述第二原料预热器的热侧入口，所述第二原料预热器的热侧出口连接所述第二回流罐的物料入口；所述第二回流罐的气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述常压精馏塔的原料进口和所述加压提浓塔塔顶的回流液进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

在所述第二再沸器的热侧出口和所述常压精馏塔的原料进口之间设置的第二中间罐、第二回流罐以及在所述加压提浓塔的原料进口处设置的第二原料预热器；所述第二原料预热器的原料进口连接所述第一再沸器的热侧出口，所述第二原料预热器的原料出口连接所述加压提浓塔的原料进口；

所述第二中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第二原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第二中间罐的物料入口连接所述第二再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口；其液相出口连接所述第二原料预热器的热侧入口；

所述加压提浓塔塔顶还设有回流液进口，所述第二回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第二回流罐的物料入口连接所述第二原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，液相出口通过不同管路分别连接所述常压精馏塔的原料进口和所述加压提浓塔塔顶的回流液进口。

可选地，所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括产品精制塔和第三热泵压缩机；所述产品精制塔的原料进口连接所述加压提浓塔的富碳酸二甲酯提取口；所述产品精制塔塔顶设有精制塔蒸汽物料提取口，塔釜设有碳酸二甲酯提纯口；

所述产品精制塔塔釜处设有第三再沸器；其中，所述产品精制塔的塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述的产品精制塔的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第三再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述精制塔蒸汽物料提取口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，所述第三热泵压缩机的排气口连接所述第三再沸器的热侧进口；所述第三再沸器的热侧出口连接所述加压提浓塔的原料进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

在所述第三再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第三回流罐；

所述产品精制塔塔顶还设有回流液进口，所述第三回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三回流罐的物料入口连接所述第三再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述产品精制塔塔顶的回流液进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

在所述第三再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第三中间罐和第三回流罐；

所述第三中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三中间罐的物料入口连接所述第三再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口；

所述产品精制塔塔顶还设有回流液进口，所述第三回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三回流罐的物料入口连接所述第三中间罐的液相出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述产品精制塔塔顶的回流液进口。

可选地，所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括用于在包含氨基甲酸甲酯、碳酸二甲酯和甲醇的混合原料中提纯甲醇和氨基甲酸甲酯的氨基甲酸甲酯分离塔和第四热泵压缩机；

所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶设置富甲醇蒸汽提取口，塔釜设置富氨基甲酸甲酯溶液提取口；所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

在所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜处设有第四再沸器，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第四再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述富甲醇蒸汽提取口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，所述第四热泵压缩机的排气口连接所述第四再沸器的热侧进口，所述第四再沸器的热侧出口连接氨基甲酸甲酯收集装置。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

设置于所述第四再沸器的热侧出口和氨基甲酸甲酯收集装置之间的第四回流罐以及所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口处设置的第四原料预热器；

所述第四原料预热器的原料进口连接所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口，所述第四原料预热器的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

所述第四原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶还设有回流液进口，所述第四回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

所述第四再沸器的热侧出口连接所述第四原料预热器的热侧入口，所述第四原料预热器的热侧出口连接所述第四回流罐的物料入口；所述第四回流罐的气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述氨基甲酸甲酯收集装置和所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶的回流液进口。

可选地，上述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括：

设置于所述第四再沸器的热侧出口和氨基甲酸甲酯收集装置之间的第四中间罐和第四回流罐，以及在所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口处设置的第四原料预热器；所述第四原料预热器的原料进口连接所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口，所述第四原料预热器的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

所述第四中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第四原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第四中间罐的物料入口连接所述第四再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，液相出口连接所述第四原料预热器的热侧入口；

所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶还设有回流液进口，所述第四回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第四回流罐的物料入口连接所述第四原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述氨基甲酸甲酯收集装置和所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶的回流液进口。

可选地，在所述常压精馏塔塔顶和塔釜、加压提浓塔和/或氨基甲酸甲酯分离塔的塔顶和塔釜处还分别设置开车冷凝器和开车再沸器。

与现有技术相比，本发明具有以下优点：

1.本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法中，将由常压精馏塔塔顶获取的常压共沸蒸汽物料采用热泵压缩机进一步增压升温后，作为热源通入常压精馏塔塔釜处的再沸器，对常压精馏塔中的釜液加热；期间利用常压共沸蒸汽物料热能释放实现对釜液的加热，同时完成常压共沸蒸汽物料自身冷凝。相对于传统利用冷却水实现常压共沸蒸汽物料冷凝，以及采用额外的外供热源实现釜液加热方案，本发明仅仅通过一热泵压缩机适当提高常压共沸蒸汽物料热量，从而实现对釜液加热，合理、有效能量循环；而本发明热泵压缩机所消耗的能量产生的费用远远低于传统的冷却水以及外供的热源费用，产生良好的经济效益。

而且在实际生产操作过程中，热泵压缩机的单独控制便可根据生产规模以及精馏操作需要，调整常压共沸蒸汽物料热量，其操作更为便利且稳定，易于控制，可操作性强。

2.可选方案中，可根据工艺的实际需要，在所述加压提浓塔、产品精制塔以及氨基甲酸甲酯分离塔安装热泵压缩机，将由各精馏塔塔顶获取的气体经对应的热泵压缩机进一步增压升温后，用于对应的釜液的加热，从而加强各精馏塔和整个操作工艺体系的能量循环利用，提高经济效益。

3.可选方案中，经由对应的再沸器，将与各精馏塔釜液完成热量交换后，大部分蒸汽冷凝成液态，并依次通过对应的中间罐、原料预热器和回流罐过程中。在中间罐中，将经由上游再沸器完成热量交换后，未冷凝的蒸汽循环回对应的热泵压缩机重复使用，而对应的液相组分作为热源与待通入各精馏塔的进料进行热量交换，实现自身的进步一步冷却；而在所述回流罐中，可将在减压闪蒸产生的气体循环回对应的热泵压缩机。其不仅可进一步加强整个反应工艺***运行过程中的热量循环使用，而且可进一步提高整个反应工艺***的稳定性。

4.可选方案中，在所述常压精馏塔塔顶和塔釜和/或在所述氨基甲酸甲酯分离塔的塔顶和塔釜处分别设置冷凝器和开车再沸器。在实际操作过程中，可缩短开车时间，而整个工艺***条件改变而造成精馏塔塔顶和塔底冷热负荷出现较大变化时，可通过调节冷凝器的冷却水量和开车再沸器加热蒸汽量从而使工艺***在短时间内达到稳定状态，可有效加强工艺体系的操作稳定性与安全性能。

附图说明

图1是现有的加压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇装置的结构示意图；

图2是本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法的流程图；

图3是本发明分离碳酸二甲酯和甲醇装置实施例1的结构示意图；

图4是本发明分离碳酸二甲酯和甲醇装置实施例2的结构示意图；

图5是本发明分离碳酸二甲酯和甲醇装置实施例3的结构示意图；

图6是实施例3中分离碳酸二甲酯和甲醇装置进一步优选方案的结构示意图；

图7是本发明分离碳酸二甲酯和甲醇装置实施例4的结构示意图；

图8是实施例4中分离碳酸二甲酯和甲醇装置进一步优选方案的结构示意图；

图9是实施例3中分离碳酸二甲酯和甲醇装置另一种进一步优选方案的结构示意图;

图10是常压下DMC-MeOH二元体系气液平衡相图；

图11是1.3MPa下DMC-MeOH二元体系气液平衡相图。

具体实施方式

正如背景技术所述，现有采用变压精馏的DMC-MeOH分离工艺中，在采用多个精馏塔对原料进行多步精馏操作从而分步提纯各组分过程中，需要大量消耗蒸汽、冷却水，因而整个工艺流程能耗高，经济成本大。而针对DMC-MeOH分离工艺而采用双效精馏、多效精馏、热耦合等技术变压精馏改良技术在一定程度上减小变压精馏工艺的能耗，但上述技术控制难度大、对于设备要求高，其应用限制性大，可操作性难度高。

针对上述现有DMC-MeOH分离工艺的变压精馏技术，本发明提供了一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置。本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置包括了常压精馏塔和加压提浓塔，以及用于给常压精馏塔提取的常压共沸蒸汽物料进一步加热的热泵压缩机和在常压精馏塔塔釜设置用于给釜液加热的再沸器。本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法中，将由常压精馏塔塔顶获取的常压共沸蒸汽物料采用热泵压缩机进一步增压升温后，作为热源通入常压精馏塔塔釜处的再沸器，对常压精馏塔中的釜液加热。期间，本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法合理利用热量的循环，在常压共沸蒸汽物料热能释放实现对釜液加热的同时，完成常压共沸蒸汽物料自身冷凝。而相对于传统利用冷却水实现常压共沸蒸汽物料冷凝，以及采用额外的外供热源实现釜液加热方案，本发明仅仅利用热泵压缩机实现压缩常压共沸蒸汽物料增压升温，并以增压升温后的常压共沸蒸汽物料作为热量完成对釜液的加热，无需外界用于对常压精馏塔塔釜中釜液加热的外供热源和实现塔顶提取的常压共沸蒸汽物料冷却的冷却水，大大降低了能耗，热泵压缩机工作消耗能量所产生的费用远远低于传统的冷却水以及外供的热源费用，产生良好的经济效益，大大提高了变压精馏法分离DMC-MeOH的竞争力；而且，DMC-MeOH分离工艺运行期间，通过单独控制热泵压缩机便可根据生产规模以及精馏操作需要，调整常压共沸蒸汽物料热量，相对于传统DMC-MeOH分离的变压精馏工艺，本发明操作便捷，可操作性强，大大加强了整个反应工艺***的稳定性。

为使本发明的上述目的、特征和优点能够更加明显易懂，下面结合附图对本发明的具体实施方式做详细的说明。

在下面的描述中阐述了很多具体细节以便于充分理解本发明，但是本发明还可以采用其他不同于在此描述的其它方式来实施，因此本发明不受下面公开的具体实施例的限制。

结合参考图2，本发明一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法的基本工艺包括：

步骤S1：将包括碳酸二甲酯（DMC）和甲醇（MeOH）的混合原料通入常压精馏塔中进行常压精馏，从常压精馏塔塔釜提取富甲醇溶液，从常压精馏塔塔顶提取常压共沸蒸汽物料。

甲醇和碳酸二甲酯在特定的压力下，于特定的温度形成二者组分比例特定的共沸体系。如在0.1MPa下，于63℃时形成碳酸二甲酯和甲醇形成质量比m(DMC):m(MeOH)=30:70的共沸体系；又如在1.5Mpa下，于155℃甲醇和碳酸二甲酯形成甲醇的质量分数达93%的共沸体系，体系压力越大，碳酸二甲酯和甲醇共沸体系中甲醇的组分含量越大。其中在一特定压力下，在甲醇和碳酸二甲酯形成共沸体系后，便无法通过升温等措施进一步实现任一组分的进一步提纯。

在本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法步骤S1中，所述常压精馏塔的操作压力为绝压0.1~0.15Mpa（A）（即为塔顶压力）；并在对应的压力下，控制常压精馏塔塔顶温度于60~65℃；所述常压精馏塔塔釜温度高于塔顶温度且控制于64~75℃。

在此过程中，调整所述常压精馏塔的操作压力介于0.1~0.15Mpa（A），并将塔顶温度调至该压力下DMC-MeOH共沸温度，塔釜温度调至该压力下甲醇的沸点温度，从而可由所述常压精馏塔塔顶提取碳酸二甲酯蒸汽和甲醇蒸汽的常压共沸蒸汽物料（甲醇的质量含量间于70~75%），而由塔釜提取包括甲醇含量较高的富甲醇溶液。

步骤S2：将从常压精馏塔塔顶提取的所述常压共沸蒸汽物料通入一热泵压缩机增压升温之后，通入所述常压精馏塔塔釜处设置的常压精馏塔再沸器中，作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换，提高常压精馏塔塔釜内的釜液温度，而所述常压共沸蒸汽物料冷凝成液体。

在常规技术中，在步骤S1中，由所述常压精馏塔塔顶提取的所述常压共沸蒸汽物料带有大量潜热，而基于整个碳酸二甲酯和甲醇分离工艺需要，所述的常压共沸蒸汽物料需要被冷凝成液体后通入一加压提浓塔中进一步精馏，从而提取碳酸二甲酯。而所述常压精馏塔塔釜处设有再沸器，用于提升所述常压精馏塔釜液的温度，从而降低釜液中碳酸二甲酯的组分浓度，提高甲醇浓度。

而发明人发现，在所述常压精馏塔中，在0.1~0.15Mpa（A）操作压力下，基于60~65℃的塔顶温度，及其对应的调控于64~75℃的塔釜温度。两者温差较小。如结合参考图10（常压下DMC-MeOH二元体系气液平衡相图）所示，在常压下（0.1Mpa），所述DMC-MeOH常压精馏塔塔底-塔底温差小于2℃（在0.1Mpa调价下，溶液对应的泡点和露点的温差）。发明人发现，若以所述常压精馏塔塔顶提取的常压共沸蒸汽物料为工质，将所述常压共沸蒸汽物料通入热泵压缩机后，经过增压升温处理。并将在增压升温后的所述常压共沸蒸汽物料通入所述再沸器中，作为再沸器的热源使用。期间，所述热泵压缩机将电能转化为机械能，并将机械能进一步转化为提升所述常压共沸蒸汽物料温度的热能。这样既实现了对于所述常压共沸蒸汽物料冷凝，又同时完成对于再沸器的热源供应，实现能量交换。而且所述热泵压缩机产生的费用，远远小于现有常规工艺中，完成所述常压共沸蒸汽物料冷凝而使用的冷却水以及向所述再沸器提供外供热源所产生的费用，其减少整个碳酸二甲酯和甲醇分离工艺的经济支出。而且，单独控制所述热泵压缩机，便可根据生产规模以及精馏操作需要，调整常压共沸蒸汽物料热量，其操作更为便利且稳定，且易于控制。

具体的，在本发明中，针对于60~65℃的常压共沸蒸汽物料，可调整所述热泵压缩机的压缩比（热泵压缩机进气口压力和排气口压力的比值）于1.8～2.5之间。此时，通入所述热泵压缩机的常压共沸蒸汽物料经增压升温后，使其露点温度高于塔釜温度15~20℃（所谓的露点温度为：经所述热泵增压机增压升温后的所述常压共沸蒸汽物料，在通入所述再沸器后，与所述常压精馏塔釜液热交换时出现第一个液滴的温度，大约为80~95℃）。该温度足以满足对于所述再沸器热源热量要求，从而将增压升温后的所述常压共沸蒸汽物料作为热源实现对于所述常压精馏塔内釜液加热，从而保证釜液温度。

步骤S3：将冷凝成液体的所述常压共沸蒸汽物料，通入一加压提浓塔中进行加压精馏；从所述加压提浓塔塔釜提取富碳酸二甲酯溶液，从所述加压提浓塔塔顶提取加压共沸蒸汽物料；所述加压提浓塔的工作压力大于所述常压精馏塔的工作压力。

具体地，本发明中所述加压提浓塔的操作压力控制于1.3~1.7Mpa（A）之间；所述加压提浓塔塔顶温度为140~160℃，而所述加压提浓塔塔釜温度比塔顶温度高20~30℃。

正如上所述，压力越大，碳酸二甲酯和甲醇共沸体系中，甲醇的组分含量越大。而相对的加压提浓塔塔釜内的釜液中，碳酸二甲酯的组分浓度越高。因而所述常压共沸蒸汽物料经过所述加压提浓塔进一步的高压精馏后，可获取高纯度的甲醇蒸汽和碳酸二甲酯溶液。

同样，为了便于收集从所述加压提浓塔塔顶提取的富含高纯度的甲醇溶液的加压共沸蒸汽物料，现有技术一般采用冷却水将所述加压共沸蒸汽物料冷凝成液体，并向所述加压提浓塔的塔釜处设置的再沸器通入外供热源，从而实现所述加压提浓塔釜液的升温，从而提高所述加压共沸蒸汽物料中的甲醇浓度，以及釜液中的碳酸二甲酯的浓度。

而在上述操作压力控制于1.3~1.7Mpa（A）条件下，可由所述加压提浓塔塔顶提取温度为140~160℃的加压共沸蒸汽物料（MeOH的质量含量为90~96wt％），而此时所述加压提浓塔塔釜的温度为高于塔顶20~30℃范围内。如，结合参考图11（DMC-MeOH二元体系气液平衡相图）所示，1.3MPa下，加压提浓塔塔底-塔底温差约20℃。发明人发现，此时，同样可将从所述加压提浓塔塔顶提取的加压共沸蒸汽物料作为工质，将其通入另一热泵压缩机增压升温，之后通入所述加压提浓塔塔釜处设置的加压提浓塔的再沸器中，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，提高加压提浓塔塔釜内的釜液温度，同时将所述加压共沸蒸汽物料冷凝成液体，从而节省传统工艺中，冷却水以及所述外供热源所产生的费用支出。

具体地，针对于上述加压精馏条件，调节所述加压提浓塔对应的热泵压缩机的压缩比为2.6~4.0，将140~160℃的加压共沸蒸汽物料通入该热泵压缩机中增压升温，此时，可将其露点温度高于所述加压提浓塔塔釜温度15~20℃（大约为175~240℃）。从而满足所述再沸器对于热源的热量要求，作为热源实现对于所述加压提浓塔内釜液加热，从而保证釜液温度。

而为了进一步提高碳酸二甲酯的浓度，可将由所述加压提浓塔塔釜处提取的富碳酸二甲酯溶液（其中，DMC的质量含量为80~95wt%）通入一产品精制塔中进一步精馏。并从所述产品精制塔塔顶提取精制塔蒸汽物料，从所述产品精制塔塔釜提取高纯碳酸二甲酯溶液。

此时，鉴于从所述加压提浓塔中提取的所述碳酸二甲酯质量含量为80-95wt％的富碳酸二甲酯溶液，采用普通的常压精馏便可实现富碳酸二甲酯中甲醇和碳酸二甲酯的高效分离。具体地，控制所述产品精制塔操作压力为0.1~0.15Mpa（A），塔顶温度为60~65℃，由所述产品精制塔塔顶提取对应压力下的精制塔蒸汽物料；而将塔釜温度为85~90℃，从而由塔釜处提取高纯碳酸二甲酯溶液。此时，经检验，塔釜处提取的高纯碳酸二甲酯溶液中，DMC的质量含量可高达99.5wt%。

此时，所述产品精制塔塔顶-塔釜温差约25~30℃，优选方案中，和所述常压精馏塔以及加压提浓塔相似，可将所述产品精制塔塔顶提取的精制塔蒸汽物料作为工质，通入一热泵压缩机中升温，之后再通入所述产品精制塔塔釜处设置的再沸器中作为热源实现所述产品精制塔中釜液进行热交换，提高产品精制塔塔釜内的釜液温度，实现能量循环，从而减小传统工艺中，基于冷却水以及所述外供热源使用所产生的费用支出。

具体地，在上述精馏条件下，可将由所述产品精制塔塔顶提取的精制塔蒸汽物料通入热泵压缩机中，调节所述热泵压缩机的压缩比为3.5~4.0，使得所述精制塔蒸汽物料的露点温度可高于所述产品精制塔塔釜温度15~20℃（大约为100~110℃）。从而满足所述再沸器对于热源的热量要求，作为热源实现对于所述产品精制塔内釜液加热，从而保证釜液温度。

其中，在整个碳酸二甲酯和甲醇分离工艺中，各精馏塔塔顶提取的蒸汽经与对应的釜液进行热量交换后冷凝成液态的蒸汽仍存有未完全释放的潜热（有部分未冷凝的蒸汽存在），优选方案中，可将由再沸器获取的冷凝成液体的蒸汽通入对应的原料换热器中，与待通入各精馏塔的原料进行热量交换，并经减压等工序后通入下一个精馏塔，进行后续工序。而在减压过程中，又可能会出现气相闪蒸，所以可将经原料交换器热交换的液态的蒸汽通入一回流罐中，实现气液分离，并将气相从回流罐气相口返回压缩机入口，而部分液相组分可作为回流液通入对应的精馏塔中重新参与精馏，从而提升由各个精馏塔提纯的组分浓度，剩余的液相组分通入下一精馏塔中，参与下一步工艺。这样可充分利用各精馏塔塔顶提取的蒸汽潜热同时，增强整个碳酸二甲酯和甲醇分离工艺的稳定性。

更进一步优选方案中，可先将由各再沸器获取的冷凝成液体的蒸汽通入一对应的中间罐，实现气液分离。并将获取的气相组分通入对应的热泵压缩机，进一步实现增压升温，并作为对应的再沸器的热源，液相组分通入对应的原料预热器中与待通入各精馏塔的原料进行热交换之后，再通入一对应的回流罐进一步实现气液分离，从而进一步利用个精馏塔塔顶提取的蒸汽的潜热并增强整个碳酸二甲酯和甲醇分离工艺的稳定性。

下面结合具体附图和具体实施例，进一步清楚阐述本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法及装置。

实施例1

参考图3所示，本实施例的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置包括常压精馏塔100和加压提浓塔200。

所述常压精馏塔100的中部设置原料进口61，用于通入包含DMC和MeOH的混合原料（这里的混合原料以DMC和MeOH为主要成分的原料），在所述常压精馏塔100塔顶设置用于提取DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料的常压共沸蒸汽物料提取口101，而塔釜开设用于提取富甲醇溶液的富甲醇溶液提取口103。在所述常压精馏塔100塔釜处设有再沸器21，其中，所述常压精馏塔100塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述再沸器21的冷侧入口和冷侧出口。在所述常压精馏塔100精馏操作过程中，向所述再沸器21中通入热源，实现对所述常压精馏塔100塔釜中釜液加热。

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括第一热泵压缩机11。所述常压精馏塔100的常压共沸蒸汽物料提取口101连接所述第一热泵压缩机11的吸气口111，所述第一热泵压缩机11的排气口112连接所述再沸器21的热侧进口212，所述再沸器的热侧出口211连接所述加压提浓塔200的原料进口62。

本实施例的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法包括：由所述原料进口61向所述常压精馏塔100内通入包含DMC和MeOH的混合原料，控制操作压力于0.1~0.15Mpa（A），控制所述常压精馏塔100塔顶温度于60~65℃进行精馏操作。期间，由所述常压共沸蒸汽物料提取口101提取DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料（MeOH质量含量约为70~75wt％）。并将所述DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料通入所述第一热泵压缩机11中加压升温（所述第一热泵压缩机11压缩比约为1.8~2.5），使所述常压共沸蒸汽物料的露点温度上升至80~95℃，从而作为热源通入所述再沸器21中与所述常压精馏塔100的釜液热交换，对釜液进行加温处理。从而加速MeOH的蒸发，减少釜液中MeOH的含量，并提高DMC的含量。其中，在DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料与常压精馏塔100的釜液热交换过程中，所述DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料的汽化潜热充分释放，从而被冷凝成液体，之后可通入所述加压提浓塔200中，进一步加压精馏。

所述加压提浓塔200塔顶设置用于提取DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料的加压共沸蒸汽物料提取口201，塔釜处设置用于提取较高纯度碳酸二甲酯的富碳酸二甲酯提取口203。

在所述加压提浓塔200塔釜处设有再沸器22；其中，所述加压提浓塔200塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口连接所述再沸器22的冷侧入口和冷侧出口。在所述加压提浓塔200精馏操作过程中，向所述再沸器22中通入热源，实现对所述常压精馏塔100塔釜中釜液加热。

优选方案中，所述加压提浓塔200的加压共沸蒸汽物料提取口201连接另一热泵压缩机—第二热泵压缩机12的吸气口121，所述第二热泵压缩机12的排气口122连接所述再沸器22的热侧进口222，所述再沸器22的热侧出口221可连接所述常压精馏塔100的原料进口61。

本实施例的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法包括：将冷凝成液体的所述DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料由所述原料进口62通入加压提浓塔200，控制所述加压提浓塔200的操作压力于1.3~1.7Mpa（A），控制所述加压提浓塔200塔顶温度于140～190℃进行精馏操作。期间，由所述加压共沸蒸汽物料提取口201提取DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料（MeOH质量含量约为90~96wt%）。并将所述DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料通入所述第二热泵压缩机12加压升温，控制所述第二热泵压缩机12的压缩比为2.6~4.0之间，使所述DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料温度的露点温度上升至175~240℃，从而作为热源通入所述再沸器22中与所述加压提浓塔200的釜液热交换，对釜液进行加温处理，使所述加压提浓塔200釜液温度高于所述塔顶温度20~30℃，并提取富碳酸二甲酯溶液（此时，DMC的质量含量为80~95wt％）。期间，在DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料与常压精馏塔100的釜液热交换过程中，所述DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料的汽化潜热充分释放从而提高釜液温度，加速加压提浓塔200中MeOH的蒸发，减少釜液中MeOH的含量，并提高由塔顶提取的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料中MeOH的含量以及釜液中DMC的含量。而冷凝成液体的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料可通入所述常压精馏塔100中作为混合原料重新循环使用。

值得注意的是，在上述加压提浓塔200的操作压力以及温度下，基于DMC-MeOH共沸物组成关系，可由所述加压共沸蒸汽物料提取口201提取MeOH的质量含量间于90~96wt%为的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料，因而所述冷凝成液体的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料可直接作为高纯度甲醇储存。或是将所述DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料直接采用冷却水冷却后存储。而由所述富碳酸二甲酯提取口203提取的富碳酸二甲酯溶液为较高纯度碳酸二甲酯，其中，碳酸二甲酯的质量含量可达80~95wt%，可作为高纯度富碳酸二甲酯储存。

继续参考图3所示，在优选方案中，所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括第一回流罐31和设置于所述常压精馏塔100的原料进口61处的第一原料预热器51。所述第一原料预热器51用于实现待通入所述常压精馏塔100内的混合原料预加热。其中，所述第一原料预热器51的原料进口连接外部用于输送混合原料的原料输送管道，所述第一原料预热器51的原料出口连接所述常压精馏塔100的原料进口61。

所述第一原料预热器51还设有热侧入口511和热侧出口512，所述第一回流罐31设有物料入口313、气相出口311和液相出口312。所述常压精馏塔100对应的再沸器21的热侧出口211连接所述第一原料预热器51的热侧入口511，所述第一原料预热器51的热侧出口512连接所述第一回流罐31的物料入口313，所述第一回流罐31的气相出口311连接所述第一热泵压缩机11的吸气口111，而所述第一回流罐31的液相出口312连接所述加压提浓塔200的原料进口62。

经所述常压精馏塔100对应的再沸器21换热，并冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料中还存有部分的汽化潜热（液态的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料中存有部分未冷凝成液体的蒸汽组分），因而由所述再沸器21获取的冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料可作为热源与待通入所述常压精馏塔100的混合原料进行热交换，进一步利用其中的汽化潜热。之后再通入所述第一回流罐31进一步进行气液分离，并将获取的气相组分通入所述第一热泵压缩机11中增压升温后，作为所述再沸器21的热源循环使用；而将获取的液相组分通入所述加压提浓塔200中进行加压精馏。

而如图3所示，由所述再沸器21的热侧出口211获取的冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料经第一热泵压缩机11增压后其压力较大，因而基于整个工艺***稳定性需要，在所述第一原料预热器51的热侧出口512和第一回流罐31的物料入口313之间还设有一减压阀81，所述带有高压的冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料需经减压阀81降压后通入所述第一回流罐31，而减压期间可能出现气体闪蒸，从而会增加进入所述第一回流罐31中的液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料的蒸汽组分，并由此降低整个工艺***的稳定性。因而所述第一回流罐31实现冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料的气液分离可有效提高整个工艺***的稳定性。

其中，进一步优选中，在所述常压精馏塔100塔顶还设有回流液进口102，而所述第一回流罐31的液相出口312还连接所述回流液进口102，从而将部分由第一回流罐31获取的液相组分重新通入所述常压精馏塔100中作为回流液参与精馏，而另一部分液相组分通入所述加压提浓塔200中进行加压精馏。其中，回流比（作为回流液通入所述常压精馏塔100的液相组分和通入所述加压提浓塔200的液相组分的质量比）介于3~7。

同样，所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还可包括与所述加压提浓塔200对应的与所述第一回流罐31结构相似的第二回流罐32，在所述加压提浓塔200的原料进口62处连接一个第二原料预热器52。所述第二原料预热器52的原料进口连接所述第一回流罐32的液相出口312，原料出口连接所述加压提浓塔200的原料进口62。

所述第二原料预热器52设有热侧入口521和热侧出口522，所述热侧入口521连接所述加压提浓塔200对应的再沸器22的热侧出口221，所述第二原料预热器52的热侧出口522连接所述第二回流罐32的物料入口323。所述第二回流罐32的气相出口321连接所述第二热泵压缩机12的吸气口121，所述第二回流罐32的液相出口322连接所述常压精馏塔100的原料进口61。

经所述加压提浓塔200对应的再沸器22换热，并冷凝成液体的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料中还存有部分的汽化潜热，因而将冷凝成液体的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料通入所述第二原料预热器52中，利用其中的汽化潜热与待通入所述加压提浓塔200的液相DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料实现热交换，之后通入所述第二回流罐32内，实现气液分离，并将气相组分通入所述第二热泵压缩机12中增压升温后，作为所述再沸器22的热源循环使用；而将获取的液相组分通入所述常压精馏塔100中进行常压精馏，循环使用。

而在所述加压提浓塔200塔顶同样可设有回流液进口202，而所述第二回流罐32的液相出口322还连接所述回流液进口202，从而将部分由第二回流罐32获取的液相组分重新通入所述加压提浓塔200中作为回流液参与精馏，另一部分液相组分通入所述常压精馏塔100中进行常压精馏。其中，回流比介于3~7。

所述常压精馏塔、加压提浓塔，在一定的压力下，通过控制各精馏塔塔顶的热泵压缩机的压缩比，调整塔釜温度，调整塔釜液中DMC-MeOH组成合理分配，在得到高品质DMC产品的同时，可有效降低整个变压精馏分离工艺的能耗。

以年产8000吨DMC的变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇工艺中，仅常压精馏塔对混合原料进行常压精馏操作的投入成本为例：本发明与现有的常压精馏塔的经济投入如下表所示：

注：年运行时间8000小时；电价1元/度；蒸汽价200元/吨。

如上表所示，在年产8000吨DMC的变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇工艺，单单常压精馏塔的精馏操作的成本，采用本发明提供的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法一年中，相比与常规变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇工艺便可省3200多万元成本，本发明热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法可产生显著的经济效益。

实施例2

本实施例热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置与实施例1的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置技术方案大致相同，其区别在于，在所述常压精馏塔100再沸器21和/或加压提浓塔200的再沸器22与各自对应的第一回流罐31和/或第二回流罐32之间设置各设置一个中间罐，从而进一步利用冷凝后的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料或DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料的汽化潜热，实现高效地能量循环同时，进一步加强所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置的稳定性。

具体结构结合参考图4所示。以在所述常压精馏塔100塔釜处的再沸器21和其对应的第一回流罐31之间设置第一中间罐41为例。所述第一中间罐41设有物料入口413、气相出口411和液相出口412。所述第一中间罐41的物料入口413连接所述再沸器21的热侧出口211；所述第一中间罐41的气相出口411连接所述第一热泵压缩机11的吸气口111。

在所述常压精馏塔100的原料进口61处还设有用于实现待通入所述常压精馏塔100内的混合原料预加热的第一原料预热器51。所述第一原料预热器51的原料进口连接外部用于输送混合原料的原料输送管道，所述第一原料预热器51的原料出口连接所述常压精馏塔100的原料进口61。所述第一原料预热器还设有热侧入口511和热侧出口512；所述热侧入口511连接所述第一中间罐41的液相出口412，而所述第一原料预热器51的热侧出口512连接所述第一回流罐31的物料入口313。

将冷凝成液体的DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料通入所述第一中间罐41内，实现气液分离；并将获取的气相组分通入所述第一热泵压缩机11中增压升温，而将液相组分通入所述第一原料预热器51中，与待通入所述常压精馏塔100的混合原料进行热交换，进一步利用所述液相组分中的汽化潜热，之后再完成热交换的所述液相组分通入所述第一回流罐31中。

而在所述加压提浓塔200的再沸器222和所述第二回流罐32同样可安装一个与所述第一中间罐41结构相同的第二中间罐42。且在所述加压提浓塔200的原料进口62处连接一个第二原料预热器52。所述第二原料预热器52的原料进口连接所述第一回流罐32的液相出口312，原料出口连接所述加压提浓塔200的原料进口62。所述第二原料预热器52还设有热侧入口521和热侧出口522；所述热侧入口521连接所述第二中间罐42的液相出口422，而所述第二原料预热器52的热侧出口522连接所述第二回流罐32的物料入口323。将冷凝成液体的DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料通入所述第二中间罐42内，实现气液分离；并将获取的气相组分通入所述第二热泵压缩机12中增压升温，而将液相组分通入所述第二原料预热器52中，利用所述液相组分与待通入所述加压提浓塔200的液相DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料实现热交换，之后再通入所述第二回流罐32中。

与待通入所述常压精馏塔100内的混合原料（和待通入所述加压提浓塔200的液相DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料）完成能量交换后，由所述第一原料预热器51（和第二原料预热器52）热侧出口512获取的液相DMC-MeOH常压共沸蒸汽物料（和DMC-MeOH加压共沸蒸汽物料）经减压会有少量气体闪蒸，从而造成变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇工艺稳定性的波动。因而所述第一回流罐31（和第二回流罐32）的气相口311（和321）还可及时释放该“闪蒸现象”产生的气体，从而加强整个变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇工艺稳定性。

实施例3

为了获取更高纯度的碳酸二甲酯溶液，可将由所述加压提浓塔200塔釜处提取较高纯度的碳酸二甲酯溶液通入一产品精制塔中精馏提纯，从而获取更高纯度的碳酸二甲酯溶液。

本实施中的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置在实施例1和实施例2的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置的基础上再设置一产品精制塔。具体结构可参考图5所示。

所述产品精制塔300的中部设置原料进口63连接所述加压提浓塔200的富碳酸二甲酯提取口203。在所述产品精制塔300塔顶设置用于提取DMC-MeOH精制塔蒸汽物料的精制塔蒸汽物料提取口301，而塔釜开设用于提取高纯度碳酸二甲酯的碳酸二甲酯提纯口303。在所述产品精制塔300塔釜处设有再沸器23。其中，所述产品精制塔300塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述再沸器23的冷侧入口和冷侧出口。在所述产品精制塔300精馏操作过程中，向所述再沸器23中通入热源，实现对所述产品精制塔300塔釜中釜液加热。

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括第三热泵压缩机13。所述产品精制塔300的精制塔蒸汽物料提取口301连接所述第三热泵压缩机13的吸气口131，所述第三热泵压缩机13的排气口132连接所述再沸器23的热侧进口232，所述再沸器23的热侧出口231连接所述产品精制塔300的原料进口63。

由所述原料进口63向所述产品精制塔300内通入由所述加压提浓塔200塔釜处提取的较高纯度的碳酸二甲酯溶液。控制所述产品精制塔300操作压力于0.1~0.15Mpa（A），塔顶温度于60~65℃，塔釜温度高于塔顶温度，且控制于85~90℃进行精馏操作。期间，由所述精制塔蒸汽物料提取口301提取DMC-MeOH精制塔蒸汽物料（MeOH质量含量约为70~75wt%）。并将所述DMC-MeOH精制塔蒸汽物料通入所述第三热泵压缩机13加压，控制所述第三热泵压缩机13的压缩比为3.5~4.0使所述DMC-MeOH精制塔蒸汽物料的露点温度上升至100~110℃，从而作为热源通入所述再沸器23中与所述产品精制塔300的釜液热交换，对釜液进行加温处理。

如实施例1所述，由所述加压提浓塔200塔釜处提取较高纯度的碳酸二甲酯溶液中，碳酸二甲酯的含量已远远高于甲醇的含量（碳酸二甲酯的质量含量为80~96wt%），因而通过所述产品精制塔300精馏后，可由所述产品精制塔300塔釜处提取更高纯度的碳酸二甲酯溶液。经检查，在上述精馏条件下，由所述碳酸二甲酯提纯口303提取的高纯度碳酸二甲酯溶液中，碳酸二甲酯质量百分含量高达99.5wt%。

如实施例1和2中的所述常压精馏塔100和加压提浓塔200相似。所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括第三回流罐33。所述第三回流罐33设有物料入口333、气相出口331和液相出口332。所述物料入口333连接所述产品精制塔300对应的再沸器23的热侧出口231；所述第三回流罐33的气相出口331连接所述第三热泵压缩机13的吸气口131，所述液相出口332则可连接所述加压提浓塔200的原料进口62。

冷凝成液体的DMC-MeOH精制塔蒸汽物料由所述再沸器23通入所述第三回流罐33实现气液分离。其中获取的气相组分重新通入所述第三热泵压缩机13加压升温，循环使用，而液相组分则可通入所述加压提浓塔200，作为原料重新参与加压精馏。

在所述产品精制塔300塔顶也设有回流液进口302，而所述第三回流罐33的液相出口332还连接所述回流液进口302，从而将部分由第三回流罐33获取的液相组分重新通入所述产品精制塔300中作为回流液参与精馏，另一部分所述液相组分则可通入所述加压提浓塔200，作为原料重新参与加压精馏。其中，回流比介于1~3。

结合参考图6所示，进一步优选方案中，在所述产品精制塔300塔釜处的再沸器23和其对应的第三回流罐33之间设有第三中间罐43。所述第三中间罐43设有物料入口433、气相出口431和液相出口432。所述第三中间罐43的物料入口433连接所述再沸器23的热侧出口231，气相出口431连接所述第三热泵压缩机13的吸气口131，液相出口432连接所述第三回流罐的物料入口333，且在所述液相出口432和物料入口333之间安装一冷却器29。

经所述再沸器23完成热交换后，冷凝成液体的DMC-MeOH精制塔蒸汽物料通入所述第三中间罐43内，实现气液分离；并将气相组分通入所述第三热泵压缩机13中增压升温，而将液相组分经所述冷却器29适当降温后通入所述第三回流罐33中，从而更为充分地释放冷凝成液体的DMC-MeOH精制塔蒸汽物料中汽化潜热，从而提高所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置的工作稳定性。

实施例4

如在以尿素醇解法制备DMC的工艺中，通入所述常压精馏塔100中的混合原料除了DMC和MeOH外，往往还包括了氨基甲酸甲酯（MC）。结合参考图7所示，本实施例中，在实施例1、2或3的基础上包括了氨基甲酸甲酯分离塔400，从而用于提取氨基甲酸甲酯和甲醇。

所述氨基甲酸甲酯分离塔400的中部设置原料进口64，连接所述常压精馏塔100的富甲醇溶液提取口103。在所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔顶设置用于提取富甲醇蒸汽的富甲醇蒸汽提取口401，而塔釜开设用于提取富氨基甲酸甲酯溶液的富氨基甲酸甲酯溶液提取口403。在所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔釜处设有再沸器24；其中，所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述再沸器24的冷侧入口和冷侧出口。在所述氨基甲酸甲酯分离塔400精馏操作过程中，向所述再沸器24中通入热源，实现对所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔釜中釜液加热。

其中，所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括第四热泵压缩机14。所述氨基甲酸甲酯分离塔400的富甲醇蒸汽提取口401连接所述第四热泵压缩机14的吸气口141，所述第四热泵压缩机13的排气口142连接所述再沸器24的热侧进口242，所述再沸器24的热侧出口241连接MeOH回收罐（图中未显示）。

在热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法中，将包括氨基甲酸甲酯、碳酸二甲酯和甲醇溶液的混合原料经所述常压精馏塔在上述实施例1的条件下完成常压精馏后，由所述常压精馏塔100塔釜处提取的富甲醇溶液，并由所述原料进口64通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400。控制所述氨基甲酸甲酯分离塔400操作压力于0.10~0.2Mpa（A），调整所述氨基甲酸甲酯分离塔顶的温度，使塔顶温度高于在特定压力下甲醇对应的沸点温度，且控制于64~82℃，而塔釜温度高于塔顶温度，且控制于72~92℃进行精馏操作，从而由所述富甲醇蒸汽提取口401提取的富甲醇蒸汽（所述富甲醇蒸汽中甲醇质量含量高达99.99wt%），由所述富氨基甲酸甲酯溶液提取口403提取富氨基甲酸甲酯溶液。

在尿素醇解法制备DMC工艺中，反应器出口的物料中往往包括了甲醇、碳酸二甲酯和氨基甲酸甲酯。将反应器出口的物料作为混合原料通入所述常压精馏塔100进行常压精馏操作的过程中，由于在上述常压精馏塔100操作压力下（0.1~0.15MPa（A））下，MC的沸点远远高于MeOH沸点和DMC沸点温度（如0.1MPa时，MC沸点为177℃、MeOH沸点为64.7℃，DMC沸点为90.1℃），此时在塔顶温度为60~65℃，塔釜温度为85~90℃精馏操作条件下，进入所述常压精馏塔100的混合原料中的DMC基本由所述常压精馏塔100的塔顶提取殆尽，而其中的MC则基本都包含于所述常压精馏塔100塔釜提取的富甲醇溶液内。因而通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400的富甲醇溶液基本不含DMC。此时可在所述氨基甲酸甲酯分离塔400的精馏条件下（操作压力为0.10~0.2Mpa（A），塔顶温度为64~82℃，塔釜温度高于塔顶温度，且控制于72~92℃）时，由塔顶提取的富甲醇蒸汽中甲醇质量含量为99.99wt%，而塔釜提取的所述富氨基甲酸甲酯溶液循环回尿素醇解法制备DMC的反应工段，重新利用。

具体的，由尿素醇解法制备DMC工艺中反应器出口物料往往包括了质量百分含量为80~85wt%的甲醇、8～10wt%碳酸二甲酯和6~10wt%的氨基甲酸甲酯，此时通入所述常压精馏塔100经过上述操作条件下的常压精馏后，提取的富甲醇溶液基本不含DMC，而MeOH和MC的质量比例介于(85~90):(15~10)之间。将富甲醇溶液作为原料通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400在上述条件下经精馏操作后，提取的缩水富氨基甲酸甲酯溶液中MC质量含量为50~60wt％，从而作为原料重新参与尿素醇解法制备DMC工艺。

在上述氨基甲酸甲酯分离塔提取甲醇和富氨基甲酸甲酯溶液工艺中，同样需要消耗大量冷却水实现所述富甲醇蒸汽冷却，以及向所述氨基甲酸甲酯分离塔400对应的再沸器24提供大量的外部热源，以实现釜液加热。此时发明人发现，若以所述氨基甲酸甲酯分离塔400提取的富甲醇蒸汽为工质，将所述富甲醇蒸汽通入热泵压缩机14经过增压升温后，作为热源通入再沸器24即可实现了对于所述富甲醇蒸汽冷凝，同时还可完成对于所述氨基甲酸甲酯分离塔400釜液加热。该方案节省冷却水以及热蒸汽所产生的巨额费用而产生良好的经济效益。

其具体操作过程为，将所述富甲醇蒸汽通入所述第四热泵压缩机14加压升温，调整所述第四热泵压缩机14压缩比约为2.0~3.0，使所述富甲醇蒸汽露点温度升高至80~110℃，从而作为热源通入所述再沸器24中与所述氨基甲酸甲酯分离塔400的釜液热交换，对釜液进行加温处理。从而提高所述釜液中甲醇溶液蒸发率，并由此提高由所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔顶提取的富甲醇蒸汽中甲醇的浓度。并且收集从所述再沸器24的热侧出口241获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽。实际操作过程中，可通过调控所述氨基甲酸甲酯分离塔400的操作压力和塔顶、塔釜的温度，从而控制富氨基甲酸甲酯溶液中氨基甲酸甲酯的浓度。

当然，还可在所述富甲醇蒸汽提取口401连接一冷凝器等冷却装置，从而将部分的所述富甲醇蒸汽通过冷却水冷却，收集高纯度的甲醇。这些改动都包括在本发明的保护范围内。

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还可包括第四回流罐34和设于所述氨基甲酸甲酯分离塔400的原料进口64处的第四原料预热器54，所述第四原料预热器54用于实现对待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400内的富甲醇溶液预加热。

其中，所述第四原料预热器54的原料进口连接所述常压精馏塔100的富甲醇溶液提取口103，所述第四原料预热器54的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔400的原料进口64。

所述第四原料预热器54还设有热侧入口541和热侧出口542，所述第四回流罐34设有物料入口343、气相出口341和液相出口342。所述第四原料预热器54的热侧入口541连接所述氨基甲酸甲酯分离塔400对应的再沸器24的热侧出口241；所述第四原料预热器54的热侧出口542连接所述第四回流罐34的所述物料入口343，其气相出口341连接所述第四热泵压缩机14的吸气口141，液相出口442可连接甲醇回收罐，从而收集高纯度的甲醇。

由所述再沸器24获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽（其中含有部分未冷凝成液体的蒸汽组分）可作为热源与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400的富甲醇溶液进行热交换以进一步利用其中的汽化潜热，之后再通入所述第四回流罐34实现气液分离。其中所述第四回流罐34获取的气相组分重新通入所述第四热泵压缩机14加压升温，作为通入所述再沸器24的热源循环使用，而液相组分通入甲醇回收罐。

在所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔顶也设有回流液进口402，而所述第四回流罐34的液相出口342还连接所述回流液进口402，从而将部分由第四回流罐34获取的液相组分重新通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400中作为回流液参与精馏。其中，回流比介于0.5~3。

结合参考图8所示，进一步优选方案中，在所述氨基甲酸甲酯分离塔400塔釜处的再沸器24和其对应的第四回流罐34之间设置第四中间罐44。所述第四中间罐44设有物料入口443、气相出口441和液相出口442。所述第四中间罐44的物料入口443连接所述再沸器24的热侧出口241，所述气相出口441连接所述第四热泵压缩机14的吸气口141，液相出口442连接所述第四回流罐34的物料入口343。

在所述氨基甲酸甲酯分离塔400的原料进口64处设置用于实现待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400内的富甲醇溶液预加热第四原料预热器54。所述第四原料预热器54的原料进口连接所述常压精馏塔100的富甲醇溶液提取口，所述第四原料预热器54的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔400的原料进口64。所述第四原料预热器54还设有热侧入口541和热侧出口542；所述热侧入口541连接所述第四中间罐44的液相出口442，而所述第四原料预热器54的热侧出口542连接所述第四回流罐34的物料入口343。

将冷凝成液体的富甲醇蒸汽通入所述第四中间罐44内，实现气液分离；并将气相组分通入所述第四热泵压缩机14中增压升温，而将液相组分通入所述第四原料预热器54中，与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔400的富甲醇溶液进行热交换，进一步利用所述液相组分中的汽化潜热，之后再通入所述第四回流罐34中。

其中，进一步结合参考图9所示，在所述常压精馏塔100塔顶和塔釜和/或在所述氨基甲酸甲酯分离塔400的塔顶和塔釜处分别设置开车冷凝器和开车再沸器。以所述常压精馏塔100为例。

在所述常压精馏塔100塔顶处设置开车冷凝器26；其中，所述常压精馏塔100塔顶设置冷侧进口104和冷侧出口105，所述冷侧进口104和冷侧出口105分别连接所述开车再沸器26的热侧出口262和热侧进口261。

而在所述常压精馏塔100塔釜处设有开车再沸器25；其中，所述常压精馏塔100的塔釜开设第二釜液循环进口106和第二釜液循环出口107；所述的常压精馏塔100的第二釜液循环进口106和第二釜液循环出口107分别连接所述开车再沸器25的冷侧出252口和冷侧入口251。

同样，在所述氨基甲酸甲酯分离塔400的塔顶和塔釜分别设置一冷凝器28和开车再沸器27。

在本实施热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置使用过程中，所述常压精馏塔100和氨基甲酸甲酯分离塔400设置的第一热泵压缩机11和第四热泵压缩机14以及各自对应的再沸器、中间罐回流罐等节能设备可使塔顶蒸气携带的热量可用于加热塔底液体，从而达到节能的效果。

而所述开车时，所述常压精馏塔100和氨基甲酸甲酯分离塔400塔顶蒸汽可采用开车冷凝器26和28设备来冷凝，塔底液体也采用开车再沸器25和27设备来加热，利用蒸汽和冷却水以常规方式启动常压精馏塔100、氨基甲酸甲酯分离塔400，直至稳定运行。当***达到稳定后，在启动所述第一热泵压缩机11和第四热泵压缩机14以及各自对应的再沸器、中间罐回流罐等节能设备。当精馏塔操作条件发生改变导致热泵***受到扰动时，再利用采用所述开车冷凝器26和28和开车再沸器25和27对冷热负荷进行调节。

同样，在所述实施例1~3中，在所述常压精馏塔100、加压提浓塔200和产品精制塔300的塔顶和塔釜处均可根据实际需要分别安装所述开车冷凝器和开车再沸器，其结构与上述常压精馏塔100塔顶和塔釜处安装的开车冷凝器26和开车再沸器25结构相同，在此不再赘述，但其均在本发明的保护范围内。

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置增加了冷凝器、开车再沸器等设备，可有效缩短开车时间，且当分离碳酸二甲酯和甲醇***操作条件改变造成塔顶和塔底冷热负荷较大变化时，可通过调节开车冷凝器冷却水量和开车再沸器加热蒸气，使***能在相对较短时间内达到稳态。

虽然本发明已以较佳实施例披露如上，但本发明并非限定于此。任何本领域技术人员，在不脱离本发明的精神和范围内，均可作各种更动与修改，因此本发明的保护范围应当以权利要求所限定的范围为准。

Claims (25)

1.一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，包括：

将包括碳酸二甲酯和甲醇的混合原料通入常压精馏塔中进行常压精馏，从常压精馏塔塔釜提取富甲醇溶液，从常压精馏塔塔顶提取常压共沸蒸汽物料；

将从常压精馏塔塔顶提取的常压共沸蒸汽物料通入热泵压缩机增压升温之后，通入所述常压精馏塔塔釜处设置的常压精馏塔再沸器中，作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换，提高常压精馏塔塔釜内的釜液温度，而所述常压共沸蒸汽物料冷凝成液体；

将冷凝成液体的所述常压共沸蒸汽物料，通入一加压提浓塔中进行加压精馏，从所述加压提浓塔塔釜提取富碳酸二甲酯溶液，从加压提浓塔塔顶提取加压共沸蒸汽物料；所述加压提浓塔的工作压力大于所述常压精馏塔的工作压力。

2.如权利要求1所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，所述常压精馏塔的操作压力为0.1~0.15MPa（A），塔顶温度为60~65℃，塔釜温度高于塔顶温度，且为64~75℃；

所述加压提浓塔的操作压力为1.3~1.7MPa（A），塔顶温度为140~160℃；塔釜温度比塔顶温度高20~30℃；

所述热泵压缩机压缩所述常压共沸蒸汽物料，所述热泵压缩机的压缩比为1.8~2.5。

3.如权利要求1所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，将由所述常压精馏塔再沸器获取的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料作为热源与待通入所述常压精馏塔的混合原料进行热交换；之后通入一回流罐中进行气液分离，将获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，并作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换；

获取的部分液相组分通入所述加压提浓塔中进行所述加压精馏；另一部分液相组分作为回流液通入所述常压精馏塔，参与常压精馏。

4.如权利要求1所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，将由所述常压精馏塔再沸器获取的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，作为热源与常压精馏塔塔釜内的釜液进行热交换；

将由所述中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述常压精馏塔的混合原料进行热交换之后再通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述常压精馏塔，参与常压精馏，另一部分液相组分通入所述加压提浓塔中进行所述加压精馏。

5.如权利要求1所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，将从所述加压提浓塔塔顶提取的加压共沸蒸汽物料通入另一热泵压缩机增压升温之后，再通入所述加压提浓塔塔釜处设置的加压提浓塔再沸器中，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，提高加压提浓塔塔釜内的釜液温度，而所述加压共沸蒸汽物料冷凝成液体；

控制所述加压提浓塔对应的热泵压缩机的压缩比为2.6~4.0。

6.如权利要求5所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，

将由所述加压提浓塔再沸器获取的冷凝成液体的加压共沸蒸汽物料作为热源与待通入所述加压提浓塔的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料进行热交换；之后再通入一回流罐中，进行气液分离，将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述加压提浓塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述加压提浓塔，参与所述加压精馏，另一部分液相组分作为混合原料通入所述常压精馏塔；

或者，将由所述加压提浓塔再沸器获取的冷凝成液体的加压共沸蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述加压提浓塔的冷凝成液体的常压共沸蒸汽物料进行热交换之后再通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述加压精馏塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与加压提浓塔塔釜内的釜液进行热交换，将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述加压提浓塔中参与加压精馏，另一部分液相组分作为混合原料通入所述常压精馏塔。

7.如权利要求1所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，另包括：

将从加压提浓塔塔釜提取的富碳酸二甲酯溶液通入产品精制塔，从所述产品精制塔塔顶提取精制塔蒸汽物料，从所述产品精制塔塔釜提取高纯碳酸二甲酯溶液；

将从产品精制塔提取的精制塔蒸汽物料通入另一热泵压缩机中增压升温之后，通入所述产品精制塔塔釜处设置的产品精制塔再沸器中，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换，提高产品精制塔塔釜内的釜液温度，而所述精制塔蒸汽物料冷凝成液体。

8.如权利要求7所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，所述产品精制塔的压力为0.1~0.15MPa（A），塔顶温度为60~65℃；塔釜温度高于塔顶温度，且为85~90℃；

控制所述产品精制塔对应的热泵压缩机的压缩比为3.5~4.0。

9.如权利要求7所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，

将由所述产品精制塔再沸器获取的冷凝成液体的精制塔蒸汽物料通入一回流罐中，进行气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述产品精制塔，参与精馏，另一部分液相组分作为原料通入所述加压提浓塔中，参与所述加压精馏；

或者，将由所述产品精制塔再沸器获取的冷凝成液体的精制塔蒸汽物料先通入一中间罐，进行气液分离；并将由所述中间罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述中间罐中获取的液相组分通入一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述回流罐中获取的气相组分通入所述产品精制塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与产品精制塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述产品精制塔，参与精馏，另一部分液相组分作为原料通入所述加压提浓塔中，参与所述加压精馏。

10.如权利要求1~9任一项所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，

所述的混合原料还包括氨基甲酸甲酯，对应的，从常压精馏塔塔釜提取的所述富甲醇溶液包含了氨基甲酸甲酯；

所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，另包括：

将从常压精馏塔塔釜提取的所述富甲醇溶液通入一氨基甲酸甲酯分离塔中精馏，并从所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶提取富甲醇蒸汽，从所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜提取富氨基甲酸甲酯溶液；

其中，将所述富甲醇蒸汽通入又一热泵压缩机中增压加热之后，通入所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜处设置的氨基甲酸甲酯分离塔再沸器中，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，提高所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液温度，同时将所述富甲醇蒸汽冷凝成液体。

11.如权利要求10所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，所述氨基甲酸甲酯分离塔的操作压力为0.10~0.2MPa（A）；所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶温度为64~70℃；塔釜温度大于塔顶温度且为70~85℃；

控制所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机的压缩比为2.0~3.0。

12.如权利要求10所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的方法，其特征在于，

将由所述氨基甲酸甲酯分离塔再沸器获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽作为热源与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔的富甲醇溶液进行热交换，之后再通入另一回流罐中，进行气液分离；将由所述另一回流罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换；将由所述另一回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述氨基甲酸甲酯分离塔，参与精馏，并收集另一部分液相组分；

或者，将由所述氨基甲酸甲酯分离塔再沸器获取的冷凝成液体的富甲醇蒸汽先通入另一中间罐，进行气液分离；并将由所述另一中间罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，而将由所述另一中间罐中获取的液相组分作为热源与待通入所述氨基甲酸甲酯分离塔的富甲醇溶液进行热交换之后再通入另一回流罐中，进一步气液分离；并将由所述另一回流罐中获取的气相组分通入所述氨基甲酸甲酯分离塔对应的热泵压缩机中增压升温，作为热源与所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜内的釜液进行热交换，将由所述另一回流罐中获取的部分液相组分作为回流液通入所述氨基甲酸甲酯分离塔中参与精馏，并收集另一部分液相组分。

13.一种热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，包括常压精馏塔、加压提浓塔和第一热泵压缩机；

所述常压精馏塔塔釜处设有第一再沸器；其中，所述常压精馏塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第一再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述常压精馏塔塔顶设有常压共沸蒸汽物料提取口，塔釜设有富甲醇溶液提取口，所述加压提浓塔塔顶设有加压共沸蒸汽物料提取口，塔釜设有富碳酸二甲酯提取口；

所述常压共沸蒸汽物料提取口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，所述第一热泵压缩机的排气口连接所述第一再沸器的热侧进口，所述第一再沸器的热侧出口连接所述加压提浓塔的原料进口。

14.如权利要求13所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第一再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第一回流罐以及在所述常压精馏塔的原料进口处设置的第一原料预热器；所述第一原料预热器的原料进口连接外部用于输送原料的原料输送管道，所述第一原料预热器的原料出口连接所述常压精馏塔的原料进口；

所述第一原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述常压精馏塔塔顶还设有回流液进口，所述第一回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

第一再沸器的热侧出口连接所述第一原料预热器的热侧入口，所述第一原料预热器的热侧出口连接所述第一回流罐设有物料入口；所述第一回流罐的气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述常压精馏塔塔顶的回流液进口。

15.如权利要求13所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第一再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第一中间罐和第一回流罐，以及在所述常压精馏塔的原料进口处设置的第一原料预热器；所述第一原料预热器的原料进口连接外部用于输送原料的原料输送管道，所述第一原料预热器的原料出口连接所述常压精馏塔的原料进口；

所述第一中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第一原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第一中间罐的物料入口连接所述第一再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，其液相出口连接所述第一原料预热器的热侧入口；

所述常压精馏塔塔顶还设有回流液进口，所述第一回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第一回流罐的物料入口连接所述第一原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第一热泵压缩机的吸气口，液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述常压精馏塔塔顶的回流液进口。

16.如权利要求13所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，

还包括第二热泵压缩机和设于所述加压提浓塔塔釜处的第二再沸器；

所述加压提浓塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述加压提浓塔的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第二再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述加压共沸蒸汽物料提取口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，所述第二热泵压缩机的排气口连接所述第二再沸器的热侧进口，所述第二再沸器的热侧出口连接所述常压精馏塔的原料进口。

17.如权利要求16所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第二再沸器的热侧出口和所述常压精馏塔的原料进口之间设置的第二回流罐，以及所述加压提浓塔的原料进口处设置的第二原料预热器；所述第二原料预热器的原料进口连接所述第一再沸器的热侧出口，所述第二原料预热器的原料出口连接所述加压提浓塔的原料进口；

所述第二原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述加压提浓塔塔顶还设有回流液进口，所述第二回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

所述第二再沸器的热侧出口连接所述第二原料预热器的热侧入口，所述第二原料预热器的热侧出口连接所述第二回流罐的物料入口；所述第二回流罐的气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述常压精馏塔的原料进口和所述加压提浓塔塔顶的回流液进口。

18.如权利要求16所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第二再沸器的热侧出口和所述常压精馏塔的原料进口之间设置的第二中间罐、第二回流罐以及在所述加压提浓塔的原料进口处设置的第二原料预热器；所述第二原料预热器的原料进口连接所述第一再沸器的热侧出口，所述第二原料预热器的原料出口连接所述加压提浓塔的原料进口；

所述第二中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第二原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第二中间罐的物料入口连接所述第二再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口；其液相出口连接所述第二原料预热器的热侧入口；

所述加压提浓塔塔顶还设有回流液进口，所述第二回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第二回流罐的物料入口连接所述第二原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第二热泵压缩机的吸气口，液相出口通过不同管路分别连接所述常压精馏塔的原料进口和所述加压提浓塔塔顶的回流液进口。

19.如权利要求13所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，

所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括产品精制塔和第三热泵压缩机；所述产品精制塔的原料进口连接所述加压提浓塔的富碳酸二甲酯提取口；所述产品精制塔塔顶设有精制塔蒸汽物料提取口，塔釜设有碳酸二甲酯提纯口；

所述产品精制塔塔釜处设有第三再沸器；其中，所述产品精制塔的塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述的产品精制塔的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第三再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述精制塔蒸汽物料提取口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，所述第三热泵压缩机的排气口连接所述第三再沸器的热侧进口；所述第三再沸器的热侧出口连接所述加压提浓塔的原料进口。

20.如权利要求19所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第三再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第三回流罐；

所述产品精制塔塔顶还设有回流液进口，所述第三回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三回流罐的物料入口连接所述第三再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述产品精制塔塔顶的回流液进口。

21.如权利要求19所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

在所述第三再沸器的热侧出口和所述加压提浓塔的原料进口之间设置的第三中间罐和第三回流罐；

所述第三中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三中间罐的物料入口连接所述第三再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口；

所述产品精制塔塔顶还设有回流液进口，所述第三回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第三回流罐的物料入口连接所述第三中间罐的液相出口，其气相出口连接所述第三热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述加压提浓塔的原料进口和所述产品精制塔塔顶的回流液进口。

22.如权利要求13所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置还包括用于在包含氨基甲酸甲酯、碳酸二甲酯和甲醇的混合原料中提纯甲醇和氨基甲酸甲酯的氨基甲酸甲酯分离塔和第四热泵压缩机；

所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶设置富甲醇蒸汽提取口，塔釜设置富氨基甲酸甲酯溶液提取口；所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

在所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜处设有第四再沸器，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜开设釜液循环进口和釜液循环出口，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔釜的釜液循环出口和釜液循环进口分别连接所述第四再沸器的冷侧入口和冷侧出口；

所述富甲醇蒸汽提取口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，所述第四热泵压缩机的排气口连接所述第四再沸器的热侧进口，所述第四再沸器的热侧出口连接氨基甲酸甲酯收集装置。

23.如权利要求22所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

设置于所述第四再沸器的热侧出口和氨基甲酸甲酯收集装置之间的第四回流罐以及所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口处设置的第四原料预热器；

所述第四原料预热器的原料进口连接所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口，所述第四原料预热器的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

所述第四原料预热器还设有热侧入口和热侧出口，所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶还设有回流液进口，所述第四回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；

所述第四再沸器的热侧出口连接所述第四原料预热器的热侧入口，所述第四原料预热器的热侧出口连接所述第四回流罐的物料入口；所述第四回流罐的气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述氨基甲酸甲酯收集装置和所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶的回流液进口。

24.如权利要求22所述热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，还包括：

设置于所述第四再沸器的热侧出口和氨基甲酸甲酯收集装置之间的第四中间罐和第四回流罐，以及在所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口处设置的第四原料预热器；所述第四原料预热器的原料进口连接所述常压精馏塔的富甲醇溶液提取口，所述第四原料预热器的原料出口连接所述氨基甲酸甲酯分离塔的原料进口；

所述第四中间罐设有物料入口、气相出口和液相出口，所述第四原料预热器还设有热侧入口和热侧出口；所述第四中间罐的物料入口连接所述第四再沸器的热侧出口，其气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，液相出口连接所述第四原料预热器的热侧入口；

所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶还设有回流液进口，所述第四回流罐设有物料入口、气相出口和液相出口；所述第四回流罐的物料入口连接所述第四原料预热器的热侧出口，其气相出口连接所述第四热泵压缩机的吸气口，其液相出口通过不同管路分别连接所述氨基甲酸甲酯收集装置和所述氨基甲酸甲酯分离塔塔顶的回流液进口。

25.如权利要求22所述的热泵变压精馏分离碳酸二甲酯和甲醇的装置，其特征在于，在所述常压精馏塔塔顶和塔釜、加压提浓塔和/或氨基甲酸甲酯分离塔的塔顶和塔釜处还分别设置开车冷凝器和开车再沸器。

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