CN110790644B - 回收TMP和di-TMP的方法及装置、包含该装置的三羟甲基丙烷*** - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种回收TMP和di‑TMP的方法及装置、包含该装置的三羟甲基丙烷***。该回收TMP和di‑TMP的方法包括以下步骤：S1，将三羟甲基丙烷精馏残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；S2，将反应液进行减压精馏，得到富di‑TMP物料和富TMP物料；S3，将富di‑TMP物料进行吸附脱色，得到脱色物料；S4，将脱色物料结晶，得到di‑TMP晶体。上述方法能够得到纯度较高的di‑TMP晶体，在生产高纯度的di‑TMP产品的同时，可回收三羟残液中的TMP，并将bis‑TMP分解为TMP后进行回收，对三羟残液的利用率较高，实现了工业化生产。
Description
技术领域
本发明涉及精细化工技术领域，具体而言，涉及一种回收TMP和di-TMP的方法及装置、包含该装置的三羟甲基丙烷***。
背景技术
三羟甲基丙烷精馏残液(以下简称三羟残液)是三羟甲基丙烷装置的副产品，其主要组成为三羟甲基丙烷(TMP)、双三羟甲基丙烷(di-TMP)和双三羟甲基丙烷-单线型缩甲醛(bis-TMP)。di-TMP和bis-TMP的结构式分别见式1和式2。
TMP可用于醇酸树脂、聚氨酯、不饱和树脂、聚酯树脂、涂料等领域，也可用于合成航空润滑油、印刷油墨等，还可用作纺织助剂和聚氯乙烯树脂的热稳定剂。di-TMP可作为合成涂料、油墨、化妆品、消泡剂等精细化学品的原料或作为合成电子信息化学品的原料。
目前国内对三羟残液分离方法的介绍较多，其中有人开发出一种提取双三羟甲基丙烷的方法，该方法以去离子水为溶剂，活性炭为脱色剂，通过多次溶解、过滤、结晶工序得到纯度大于96％的di-TMP产品。还有人从三羟甲基丙烷残液中回收双三羟甲基丙烷的方法，该方法同样采用溶剂结晶的方法，溶剂为丙酮和乙醇的混合物。松本正美等人发明一种二三羟甲基丙烷的制造方法，该方法同样属于溶剂结晶，在利用有机溶剂使该含有di-TMP的液体析出结晶时，在加压下且在高于上述有机溶剂在常压时的沸点的温度开始析出结晶，得到高纯度的di-TMP产品。
从上述介绍中可以看出，采用溶剂结晶的方法可以回收三羟残液中的di-TMP，得到纯度较高的di-TMP产品，但三羟残液中其他的组分无法进行回收，且三羟残液中的bis-TMP无法利用，造成三羟残液的利用率较低。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种回收TMP和di-TMP的方法及装置、包含该装置的三羟甲基丙烷***，以解决现有分离技术只能回收三羟残液中的TMP的问题。
为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种回收TMP和di-TMP的方法，包括以下步骤：S1，将三羟甲基丙烷精馏残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；S2，将反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料；S3，将富di-TMP物料进行吸附脱色，得到脱色物料；S4，将脱色物料结晶，得到di-TMP晶体。
进一步地，在步骤S1中，有机酸与三羟甲基丙烷精馏残液的投料质量比为0.001～0.01:1。
进一步地，有机酸包括甲基磺酸和/或对甲苯磺酸。
进一步地，酸解反应的温度为90～130℃，酸解反应的时间为30～120min。
进一步地，在步骤S1和步骤S2之间，方法还包括采用有机碱将反应液进行中和的步骤，优选有机碱为乙二胺，优选加入有机碱与有机酸重量之比为0.3～1.2:1。
进一步地，在步骤S2中，将反应液通入间歇精馏塔中进行减压精馏，优选反应液的加入量为间歇精馏塔体积的1/2～2/3，优选间歇精馏塔包括2～6块理论板，优选间歇精馏塔的操作压力为0.5～1KPa，间歇精馏塔的塔顶回流质量比为0.2～2。
进一步地，步骤S3包括以下过程：S31，将富di-TMP物料与溶剂混合并加热，优选加热的过程中的加热温度为60℃～70℃，优选溶剂为去离子水；S32，采用活性炭进行吸附脱色，以得到脱色物料，优选活性炭的目数为50～100；S33，过滤脱色物料，以将脱色物料中的活性炭滤除，优选采用150～200目的过滤网将脱色物料过滤，更优选过滤网为白钢过滤网。
进一步地，在步骤S31中，将精馏塔釜液、富di-TMP物料与溶剂混合，优选溶剂与精馏塔釜液的投料质量比为1～4:1；在步骤S32中，采用精馏塔釜液与活性炭的混合溶液进行吸附脱色，优选活性炭与精馏塔釜液的投料质量比为0.005～0.02:1。
进一步地，步骤S4包括以下过程：S41，对脱色物料进行第一降温处理，以使脱色物料进入结晶阶段，优选第一降温处理的降温速率为0.5～2℃/min，优选第一降温处理的终点温度为5～10℃，优选第一降温处理的搅拌转速为100～150r/min；S42，对结晶阶段的脱色物料进行第二降温处理并保温，以得到di-TMP结晶液，优选第二降温处理的降温速率为0.01～0.1℃/min，优选第二降温处理的终点温度为-2～1℃，优选第二降温处理的搅拌转速为100～150r/min，优选保温的时间为30～120min；S43，过滤di-TMP结晶液，以得到di-TMP晶体，优选采用150～200目的过滤网将di-TMP结晶液过滤，更优选过滤网为白钢过滤网。
进一步地，在步骤S4之后，方法还包括以下步骤：将di-TMP晶体干燥，得到di-TMP产品，优选干燥过程中的干燥温度为60～80℃，干燥时间3～5h。
根据本发明的另一方面，提供了一种回收TMP和di-TMP的装置，包括：酸解釜，用于将三羟甲基丙烷精馏残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；精馏釜，与酸解釜的出口连通，用于将反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料，精馏釜具有塔顶出口和塔底出口，塔顶出口用于排出富TMP物料，塔底出口用于排出富di-TMP物料；溶解釜，与精馏釜的塔底出口连通，用于将富di-TMP物料进行吸附脱色以得到脱色物料；结晶釜，与第一过滤机的出口连通，用于将脱色物料结晶以得到含有di-TMP晶体的di-TMP结晶液。
进一步地，精馏釜为间歇精馏塔，优选间歇精馏塔包括2～6块理论板。
进一步地，装置还包括离心过滤机，离心过滤机与溶解釜的出口以及结晶釜的入口连通，用于将脱色物料中的活性炭滤除，离心过滤机中设置有过滤网，优选过滤网的目数为150～200目，优选过滤网为白钢过滤网。
进一步地，装置还包括产品过滤机，产品过滤机与结晶釜的出口连通，用于过滤得到di-TMP结晶液中的di-TMP晶体，产品过滤机中设置有过滤网，优选过滤网的目数为150～200目，优选过滤网为白钢过滤网。
根据本发明的另一方面，还提供了一种三羟甲基丙烷***，包括三羟甲基丙烷装置，该三羟甲基丙烷***还包括上述的回收TMP和di-TMP的装置，且装置中精馏釜的塔顶出口与三羟甲基丙烷装置连通。
应用本发明的技术方案，提供了一种回收TMP和di-TMP的方法，该方法先采用酸解的工艺，将三羟残液中的bis-TMP分解为低分子量的TMP和MCF，减少了重组分对结晶过程的影响，同时提高了TMP的产量，然后顺序将酸解得到的反应液减压精馏、吸附脱色和结晶，得到纯度较高的di-TMP晶体，在生产高纯度的di-TMP产品的同时，可回收三羟残液中的TMP，并将bis-TMP分解为TMP后进行回收，对三羟残液的利用率较高，实现了工业化生产。
附图说明
构成本发明的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1示出了本发明提供的一种回收TMP和di-TMP的方法及装置的连接关系示意图。
其中，上述附图包括以下附图标记：
1、酸解釜；2、间歇精馏塔；3、溶解釜；4、离心过滤机；5、结晶釜；6、产品过滤机。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
为了使本技术领域的人员更好地理解本发明方案，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，所描述的实施例仅仅是本发明一部分的实施例，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前提下所获得的所有其他实施例，都应当属于本发明保护的范围。
需要说明的是，本发明的说明书和权利要求书及上述附图中的术语“第一”、“第二”等是用于区别类似的对象，而不必用于描述特定的顺序或先后次序。应该理解这样使用的数据在适当情况下可以互换，以便这里描述的本发明的实施例。此外，术语“包括”和“具有”以及他们的任何变形，意图在于覆盖不排他的包含，例如，包含了一系列步骤或单元的过程、方法、***、产品或设备不必限于清楚地列出的那些步骤或单元，而是可包括没有清楚地列出的或对于这些过程、方法、产品或设备固有的其它步骤或单元。
正如背景技术所描述的，现有技术采用溶剂结晶的方法可以回收三羟残液中的di-TMP，得到纯度较高的di-TMP产品，但三羟残液中其他的组分无法进行回收，且三羟残液中的bis-TMP无法利用，造成三羟残液的利用率较低。为了解决上述问题，本发明提供了一种回收TMP和di-TMP的方法，包括以下步骤：S1，将三羟残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；S2，将所述反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料；S3，将富di-TMP物料进行吸附脱色，得到脱色物料；S4，将脱色物料结晶，得到di-TMP晶体。
在本发明所提供的上述回收TMP和di-TMP的方法中，先采用酸解的工艺，将三羟残液中的bis-TMP分解为低分子量的TMP和MCF，减少了重组分对结晶过程的影响，同时提高了TMP的产量，然后顺序将酸解得到的反应液减压精馏、吸附脱色和结晶，得到纯度较高的di-TMP晶体，在生产高纯度的di-TMP产品的同时，可回收三羟残液中的TMP，并将bis-TMP分解为TMP后进行回收，对三羟残液的利用率较高，实现了工业化生产。
下面将更详细地描述根据本发明提供的回收TMP和di-TMP的方法的示例性实施方式。然而，这些示例性实施方式可以由多种不同的形式来实施，并且不应当被解释为只限于这里所阐述的实施方式。应当理解的是，提供这些实施方式是为了使得本申请的公开彻底且完整，并且将这些示例性实施方式的构思充分传达给本领域普通技术人员。
首先，执行步骤S1：将三羟甲基丙烷精馏残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液。在上述步骤S1中，优选地，有机酸与三羟残液的投料质量比为0.001～0.01:1；优选地，有机酸包括甲基磺酸和/或对甲苯磺酸；并且，优选地，酸解反应的温度为90～130℃，酸解反应的时间为30～120min。通过控制上述投料质量比和酸解反应的条件以及选择合适的有机酸能够更为有效地提高酸解反应中的反应效率，从而提高三羟残液的利用率。
在上述步骤S1之后，执行步骤S2：将所述反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料。在上述步骤S2中，可以将反应液通入间歇精馏塔中进行减压精馏。优选地，反应液的加入量为间歇精馏塔体积的1/2～2/3；优选地，间歇精馏塔包括2～6块理论板；并且，优选地，间歇精馏塔的操作压力为0.5～1KPa，间歇精馏塔的塔顶回流质量比为0.2～2。通过控制上述减压精馏的条件能够有效地提高产品分离的效果，提高产品的产量和纯度。
在一种优选的实施方式中，在上述步骤S1和上述步骤S2之间，该方法还包括采用有机碱将反应液进行中和的步骤。通过先将反应液进行中和，再进行后续的减压精馏，能够避免反应液酸性较大对设备的影响。更为优选地，上述有机碱为乙二胺，加入有机碱与有机酸重量之比为0.3～1.2:1。通过加入适量的有机碱中和过量的有机酸，有利于下一步减压精馏分离产物。
在上述步骤S2之后，执行步骤S3：将所述富di-TMP物料进行吸附脱色，得到脱色物料。为了实现对富di-TMP物料有效地吸附脱色，在一种优选的实施方式中，上述步骤S3包括以下过程：S31，将富di-TMP物料与溶剂混合并加热；S32，采用活性炭进行吸附脱色，以得到脱色物料；S33，过滤脱色物料，以将脱色物料中的活性炭滤除。
在上述优选的实施方式中，更为优选地，加热过程中的加热温度为60℃～70℃；更为优选地，活性炭的目数为50～100；并且，更为优选地，采用150～200目的过滤网将脱色物料过滤，过滤网优选为白钢过滤网。通过控制上述工艺条件能够有效地提升富di-TMP物料的脱色效果，得到高品质的脱色物料。
当在上述步骤S2中采用间歇精馏塔进行减压精馏时，在上述步骤S31中，可以将间歇精馏塔的精馏塔釜液与上述富di-TMP物料和上述溶剂混合并加热，以充分提取di-TMP；优选地，上述溶剂与上述精馏塔釜液的投料质量比为1～4:1。
当在上述步骤S2中采用间歇精馏塔进行减压精馏时，在上述步骤S32中，也可以将精馏塔釜液与上述活性炭的混合后进行吸附脱色，以脱除塔釜液中的有机重组分；优选地，所述活性炭与精馏塔釜液的投料质量比为0.005～0.02:1。
在上述步骤S3之后，执行步骤S4：将所述脱色物料结晶，得到di-TMP晶体。为了实现对脱色物料有效地结晶，在一种优选的实施方式中，上述步骤S4包括以下过程：S41，对脱色物料进行第一降温处理，以使脱色物料进入结晶阶段；S42，对结晶阶段的脱色物料进行第二降温处理并保温，以得到di-TMP结晶液；S43，过滤di-TMP结晶液，以得到di-TMP晶体。
在上述优选的实施方式中，更为优选地，上述第一降温处理的降温速率为0.5～2℃/min，上述第一降温处理的终点温度为5～10℃，上述第一降温处理的搅拌转速为100～150r/min；更为优选地，上述第二降温处理的降温速率为0.01～0.1℃/min，上述第二降温处理的终点温度为-2～1℃，上述第二降温处理的搅拌转速为100～150r/min，第二降温处理后的保温时间为30～120min；并且，更为优选地，采用150～200目的过滤网将结晶液过滤，过滤网优选为白钢过滤网。通过控制上述结晶和过滤过程的工艺条件能够提升di-TMP晶体的生成效率，有效去除杂质，得到高纯度的di-TMP晶体。
在上述步骤S4之后，该方法还可以包括以下步骤：将所述di-TMP晶体干燥，得到di-TMP产品。优选地，上述干燥过程中的干燥温度为60～80℃，干燥时间3～5h。通过干燥去除了di-TMP晶体中的水分，有利于di-TMP产品的贮存。
根据本申请的另一个方面，提供了一种回收TMP和di-TMP的装置，如图1所示，该装置包括：酸解釜1，用于将三羟残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；精馏釜2，与酸解釜1的出口连通，用于将反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料，精馏釜2具有塔顶出口和塔底出口，塔顶出口用于排出富TMP物料，塔底出口用于排出富di-TMP物料；溶解釜3，与精馏釜2的塔底出口连通，用于将富di-TMP物料进行吸附脱色以得到脱色物料；结晶釜5，与第一过滤机的出口连通，用于将脱色物料结晶以得到含有di-TMP晶体的di-TMP结晶液。
在本发明所提供的上述回收TMP和di-TMP的装置中，先在酸解釜中进行酸解反应，将三羟残液中的bis-TMP分解为低分子量的TMP和MCF，减少了重组分对结晶过程的影响，同时提高了TMP的产量，然后将酸解得到的反应液顺序导入精馏釜、溶解釜和结晶釜进行减压精馏、吸附脱色和结晶，得到纯度较高的di-TMP晶体，在生产高纯度的di-TMP产品的同时，可回收三羟残液中的TMP，并将bis-TMP分解为TMP后进行回收，对三羟残液的利用率较高，实现了工业化生产。
在本发明提供的回收TMP和di-TMP的装置中，优选地，精馏釜2为间歇精馏塔。采用间歇精馏塔进行间歇精馏，从而更为有效地得到富di-TMP物料和富TMP物料。更为优选地，间歇精馏塔包括2～6块理论板。通过对理论板的数量进行优化，以有效得到分离富TMP物料和di-TMP物料。
在本发明提供的回收TMP和di-TMP的装置中，优选地，该装置还包括离心过滤机4，离心过滤机4与溶解釜3的出口以及结晶釜5的入口连通，用于将脱色物料中的活性炭滤除，离心过滤机5中设置有过滤网。更为优选地，过滤网的目数为150～200目，过滤网为白钢过滤网。通过离心过滤机将脱色物料中的活性炭滤除，提高了产物脱色物料的纯度。
在本发明提供的回收TMP和di-TMP的装置中，优选地，该装置还包括产品过滤机6，产品过滤机6与结晶釜5的出口连通，用于过滤得到di-TMP结晶液中的di-TMP晶体，产品过滤机6中设置有过滤网，过滤网的目数优选为150～200目，过滤网优选为白钢过滤网。通过产品过滤机过滤得到di-TMP结晶液中的di-TMP晶体，有效地去除了di-TMP结晶液中的杂质，提高了di-TMP晶体的纯度。
根据本申请的另一个方面，还提供了一种三羟甲基丙烷***，包括三羟甲基丙烷装置，该三羟甲基丙烷***还包括上述回收TMP和di-TMP的装置，如图1所示，且该装置中精馏釜2的塔顶出口与三羟甲基丙烷装置连通。上述三羟甲基丙烷***可回收三羟残液中的TMP和di-TMP，对三羟残液的回收率较高。
以下结合具体实施例对本发明作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本发明所要求保护的范围。
实施例1
向酸解釜中加入5t三羟残液和4kg有机酸，有机酸为甲基磺酸，然后加热至80℃进行酸解反应，酸解反应150min，待酸解反应结束后，向酸解釜中加入5kg乙二胺对反应液进行中和。中和后的反应液进入7块理论板的间歇精馏塔进行减压精馏，间歇精馏塔操作压力为0.4KPa，塔顶回流比2.2，在塔顶采出富TMP物流返回至三羟甲基丙烷装置。精馏结束后，塔釜物料进入溶解釜。向溶解釜加入5倍塔釜物料质量的去离子水并进行搅拌，将釜内物料加热至80℃后再加入0.025倍塔釜物料质量的活性炭继续搅拌30min，釜内物料进入离心过滤机进行离心过滤，滤出活性炭滤渣，滤液进入结晶釜。先对结晶釜进行快速降温，降温速率为2.5℃/min，降温处理的搅拌转速为200r/min，物料温度降至4℃后进入结晶阶段，结晶阶段的降温速率为0.12℃/min，降温处理的搅拌转速为200r/min，温度降至-2.5℃后保温130min，然后结晶液进入产品过滤机进行离心过滤得到di-TMP晶体，di-TMP晶体在90℃温度下干燥2.5h即得到di-TMP产品。
实施例2
向酸解釜中加入5t三羟残液和20kg有机酸，有机酸为甲基磺酸，然后加热至110℃进行酸解反应，酸解反应90min，待酸解反应结束后，向酸解釜中加入15kg乙二胺对反应液进行中和。中和后的反应液进入3块理论板的间歇精馏塔进行减压精馏，间歇精馏塔操作压力为0.8KPa，塔顶回流比1.1，在塔顶采出富TMP物流返回至三羟甲基丙烷装置。精馏结束后，塔釜物料进入溶解釜。向溶解釜加入2倍塔釜物料质量的去离子水并进行搅拌，将釜内物料加热至65℃后再加入0.01倍塔釜物料质量的活性炭继续搅拌30min，釜内物料进入离心过滤机进行离心过滤，滤出活性炭滤渣，滤液进入结晶釜。先对结晶釜进行快速降温，降温速率为1℃/min，降温处理的搅拌转速为120r/min，物料温度降至7℃后进入结晶阶段，结晶阶段的降温速率为0.05℃/min，降温处理的搅拌转速为120r/min，温度降至0℃后保温90min，然后结晶液进入产品过滤机进行离心过滤得到di-TMP晶体，di-TMP晶体在70℃温度下干燥4h即得到di-TMP产品。
实施例3
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
有机酸的加入量为5kg。
实施例4
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
有机酸的加入量为50kg。
实施例5
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
酸解反应的温度为90℃，所述酸解反应的时间为120min。
实施例6
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
酸解反应的温度为130℃，所述酸解反应的时间为30min。
实施例7
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
有机碱的加入量为6kg。
实施例8
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
有机碱的加入量为24kg。
实施例9
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
间歇精馏塔有2块理论板，间歇精馏塔操作压力为1KPa，塔顶回流比0.2。
实施例10
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
间歇精馏塔有6块理论板，间歇精馏塔操作压力为0.5KPa，塔顶回流比2。
实施例11
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
去离子水的加入量为1倍塔釜物料质量，活性炭的加入量为0.005倍塔釜物料质量，加热温度为60℃。
实施例12
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
去离子水的加入量为4倍塔釜物料质量，活性炭的加入量为0.02倍塔釜物料质量，加热温度为70℃。
实施例13
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
快速降温阶段，降温速率为0.5℃/min，降温处理的搅拌转速为100r/min，物料温度降至10℃；结晶阶段，降温速率为0.01℃/min，降温处理的搅拌转速为100r/min，温度降至1℃后保温30min。
实施例14
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
快速降温阶段，降温速率为2℃/min，降温处理的搅拌转速为150r/min，物料温度降至5℃；结晶阶段，降温速率为0.1℃/min，降温处理的搅拌转速为150r/min，温度降至-2℃后保温120min。
实施例15
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
干燥温度为60℃，干燥时间5h。
实施例16
本实施例提供的回收TMP和di-TMP的方法与实施例2的区别在于：
干燥温度为80℃，干燥时间3h。
对比例1
向溶解釜中加入5t三羟残液和4倍的离子水并进行搅拌，将釜内物料加热至65℃后再加入0.01倍的活性炭继续搅拌30min，釜内物料进入离心过滤机进行离心过滤，滤出活性炭滤渣，滤液进入结晶釜。物料在结晶釜内降温至0℃进行结晶，保温180min后进行过滤，得到的晶体。di-TMP晶体在70℃温度下干燥4h即得到di-TMP产品。
实施例1-16和对比例1提供的回收TMP和di-TMP的方法生产TMP和di-TMP的产率见表1。
表1
从以上的描述中，可以看出，本发明上述的实施例实现了如下技术效果：
本申请提供的回收TMP和di-TMP的方法先采用酸解的工艺，将三羟残液中的bis-TMP分解为低分子量的TMP和MCF，减少了重组分对结晶过程的影响，同时提高了TMP的产量，然后顺序将酸解得到的反应液减压精馏、吸附脱色和结晶，得到纯度较高的di-TMP晶体，在生产高纯度的di-TMP产品的同时，可回收三羟残液中的TMP，并将bis-TMP分解为TMP后进行回收，对三羟残液的利用率较高，实现了工业化生产。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (7)
1.一种回收TMP和di-TMP的方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1，将三羟甲基丙烷精馏残液与有机酸混合并进行酸解反应，得到反应液；
S2，将所述反应液进行减压精馏，得到富di-TMP物料和富TMP物料；
S3，将所述富di-TMP物料进行吸附脱色，得到脱色物料；
S4，将所述脱色物料结晶，得到di-TMP晶体；
在所述步骤S1中，所述有机酸与所述三羟甲基丙烷精馏残液的投料质量比为0.001～0.01:1；
在所述步骤S1和所述步骤S2之间，所述方法还包括采用有机碱将所述反应液进行中和的步骤，所述有机碱与所述有机酸重量之比为0.3～1.2:1；
所述步骤S4包括：
S41，对所述脱色物料进行第一降温处理，所述第一降温处理的降温速率为0.5～2℃/min，所述第一降温处理的终点温度为5～10℃，以使所述脱色物料进入结晶阶段；
S42，对结晶阶段的脱色物料进行第二降温处理并保温，所述第二降温处理的降温速率为0.01～0.1℃/min，所述第二降温处理的终点温度为-2～1℃，以得到di-TMP结晶液；
S43，过滤所述di-TMP结晶液，以得到di-TMP晶体；
其中，所述有机酸选自甲基磺酸和/或对甲苯磺酸；所述有机碱为乙二胺。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述酸解反应的温度为90～130℃，所述酸解反应的时间为30～120min。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，在所述步骤S2中，将所述反应液通入间歇精馏塔中进行所述减压精馏，所述反应液的加入量为所述间歇精馏塔体积的1/2~2/3，所述间歇精馏塔包括2～6块理论板，所述间歇精馏塔的操作压力为0.5～1KPa，所述间歇精馏塔的塔顶回流质量比为0.2～2。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述步骤S3包括以下过程：
S31，将所述富di-TMP物料与溶剂混合并加热，所述加热的过程中的加热温度为60℃～70℃，所述溶剂为去离子水；
S32，采用活性炭进行所述吸附脱色，以得到脱色物料，所述活性炭的目数为50～100；
S33，过滤所述脱色物料，以将所述脱色物料中的所述活性炭滤除，采用150～200目的过滤网将所述脱色物料过滤，所述过滤网为白钢过滤网。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，
在所述步骤S31中，将精馏塔釜液、所述富di-TMP物料与所述溶剂混合，所述溶剂与所述精馏塔釜液的投料质量比为1～4:1；
在所述步骤S32中，采用精馏塔釜液与所述活性炭的混合溶液进行所述吸附脱色，所述活性炭与精馏塔釜液的投料质量比为0.005～0.02:1。
6.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步骤S41中，所述第一降温处理的搅拌转速为100～150r/min；在所述步骤S42中，所述第二降温处理的搅拌转速为100～150r/min，所述保温的时间为30～120min；在所述步骤S43中，采用150～200目的过滤网将所述di-TMP结晶液过滤，所述过滤网为白钢过滤网。
7.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在所述步骤S4之后，所述方法还包括以下步骤：
将所述di-TMP晶体干燥，得到di-TMP产品，所述干燥过程中的干燥温度为60～80℃，干燥时间3～5h。
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