CN113476877B - 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 - Google Patents
一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN113476877B CN113476877B CN202110751682.XA CN202110751682A CN113476877B CN 113476877 B CN113476877 B CN 113476877B CN 202110751682 A CN202110751682 A CN 202110751682A CN 113476877 B CN113476877 B CN 113476877B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- rectifying
- nvp
- crystallization
- distillate
- tower
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Active
Links
- 238000000746 purification Methods 0.000 title claims abstract description 93
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 34
- WHNWPMSKXPGLAX-UHFFFAOYSA-N N-Vinyl-2-pyrrolidone Chemical compound C=CN1CCCC1=O WHNWPMSKXPGLAX-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims abstract description 28
- 238000002425 crystallisation Methods 0.000 claims abstract description 169
- 230000008025 crystallization Effects 0.000 claims abstract description 165
- 239000012295 chemical reaction liquid Substances 0.000 claims abstract description 68
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims abstract description 65
- 238000003860 storage Methods 0.000 claims abstract description 33
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 claims description 54
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 42
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 17
- HSFWRNGVRCDJHI-UHFFFAOYSA-N alpha-acetylene Natural products C#C HSFWRNGVRCDJHI-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 15
- 125000002534 ethynyl group Chemical group [H]C#C* 0.000 claims description 15
- 239000002893 slag Substances 0.000 claims description 15
- 239000012452 mother liquor Substances 0.000 claims description 13
- 238000001308 synthesis method Methods 0.000 claims description 13
- HNJBEVLQSNELDL-UHFFFAOYSA-N pyrrolidin-2-one Chemical compound O=C1CCCN1 HNJBEVLQSNELDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 11
- 239000000463 material Substances 0.000 description 35
- 239000000047 product Substances 0.000 description 29
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 16
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 11
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 11
- 238000007670 refining Methods 0.000 description 10
- 238000006116 polymerization reaction Methods 0.000 description 8
- 238000010025 steaming Methods 0.000 description 7
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 7
- 229920000642 polymer Polymers 0.000 description 6
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 6
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 5
- 239000013078 crystal Substances 0.000 description 5
- JUJWROOIHBZHMG-UHFFFAOYSA-N Pyridine Chemical compound C1=CC=NC=C1 JUJWROOIHBZHMG-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 238000003756 stirring Methods 0.000 description 4
- 239000000178 monomer Substances 0.000 description 3
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 2
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 2
- 238000010924 continuous production Methods 0.000 description 2
- 230000007547 defect Effects 0.000 description 2
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 2
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 2
- 238000005457 optimization Methods 0.000 description 2
- 229920000768 polyamine Polymers 0.000 description 2
- UMJSCPRVCHMLSP-UHFFFAOYSA-N pyridine Natural products COC1=CC=CN=C1 UMJSCPRVCHMLSP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000243 solution Substances 0.000 description 2
- 239000011550 stock solution Substances 0.000 description 2
- 230000002194 synthesizing effect Effects 0.000 description 2
- SECXISVLQFMRJM-UHFFFAOYSA-N N-Methylpyrrolidone Chemical compound CN1CCCC1=O SECXISVLQFMRJM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000003513 alkali Substances 0.000 description 1
- 150000001345 alkine derivatives Chemical class 0.000 description 1
- 238000005915 ammonolysis reaction Methods 0.000 description 1
- 230000009286 beneficial effect Effects 0.000 description 1
- 230000003139 buffering effect Effects 0.000 description 1
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 description 1
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 description 1
- 238000009903 catalytic hydrogenation reaction Methods 0.000 description 1
- 230000000052 comparative effect Effects 0.000 description 1
- 239000011549 crystallization solution Substances 0.000 description 1
- 230000003247 decreasing effect Effects 0.000 description 1
- 238000006356 dehydrogenation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000007599 discharging Methods 0.000 description 1
- 229940079593 drug Drugs 0.000 description 1
- 239000003814 drug Substances 0.000 description 1
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 1
- 238000003912 environmental pollution Methods 0.000 description 1
- 239000012847 fine chemical Substances 0.000 description 1
- 125000002485 formyl group Chemical class [H]C(*)=O 0.000 description 1
- 238000001640 fractional crystallisation Methods 0.000 description 1
- 238000012856 packing Methods 0.000 description 1
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 description 1
- 239000002994 raw material Substances 0.000 description 1
- 238000007363 ring formation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000011144 upstream manufacturing Methods 0.000 description 1
- 238000006886 vinylation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000004383 yellowing Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
- B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
- B01D3/143—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column by two or more of a fractionation, separation or rectification step
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D9/00—Crystallisation
- B01D9/004—Fractional crystallisation; Fractionating or rectifying columns
-
- B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
- B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
- B01D—SEPARATION
- B01D9/00—Crystallisation
- B01D9/0059—General arrangements of crystallisation plant, e.g. flow sheets
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07D—HETEROCYCLIC COMPOUNDS
- C07D207/00—Heterocyclic compounds containing five-membered rings not condensed with other rings, with one nitrogen atom as the only ring hetero atom
- C07D207/02—Heterocyclic compounds containing five-membered rings not condensed with other rings, with one nitrogen atom as the only ring hetero atom with only hydrogen or carbon atoms directly attached to the ring nitrogen atom
- C07D207/18—Heterocyclic compounds containing five-membered rings not condensed with other rings, with one nitrogen atom as the only ring hetero atom with only hydrogen or carbon atoms directly attached to the ring nitrogen atom having one double bond between ring members or between a ring member and a non-ring member
- C07D207/22—Heterocyclic compounds containing five-membered rings not condensed with other rings, with one nitrogen atom as the only ring hetero atom with only hydrogen or carbon atoms directly attached to the ring nitrogen atom having one double bond between ring members or between a ring member and a non-ring member with hetero atoms or with carbon atoms having three bonds to hetero atoms with at the most one bond to halogen, e.g. ester or nitrile radicals, directly attached to ring carbon atoms
- C07D207/24—Oxygen or sulfur atoms
- C07D207/26—2-Pyrrolidones
- C07D207/263—2-Pyrrolidones with only hydrogen atoms or radicals containing only hydrogen and carbon atoms directly attached to other ring carbon atoms
- C07D207/267—2-Pyrrolidones with only hydrogen atoms or radicals containing only hydrogen and carbon atoms directly attached to other ring carbon atoms with only hydrogen atoms or radicals containing only hydrogen and carbon atoms directly attached to the ring nitrogen atom
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Pyrrole Compounds (AREA)
Abstract
本发明涉及一种N‑乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法，N‑乙烯基吡咯烷酮提纯***包括：通过管线依次串联的第一精馏单元、第一结晶***和第三精馏单元，串联连接的第二精馏单元和第二结晶***，以及NVP储罐，其中，第一精馏单元接收包含NVP的合成反应液进行精馏处理并输出第一馏出和第一釜出，第一结晶***接收第一馏出进行结晶纯化并输出第一结晶液，第三精馏单元接收第一结晶液进行精馏处理并输出第七馏出；第二精馏单元对第一釜出进行精馏处理后输出第二馏出，第二釜出返回第一精馏单元进行精馏处理，第二结晶***对第二馏出进行结晶得到第二结晶液；NVP储罐接收第七馏出和第二结晶液。本发明将梯级精馏与梯度结晶耦合，可连续精制NVP并提高其收率。
Description
技术领域
本发明属于N-乙烯基吡咯烷酮制备技术领域，尤其涉及一种N-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法。
背景技术
N-甲基吡咯烷酮(NVP)是一种性能优良的精细化学品，对NVP的纯度提出了很高的要求。采取乙炔合成法(Reppe法)合成NVP时，大都采用强碱如KOH作催化剂催化a-吡咯烷酮与乙炔的乙烯化反应，该方法的缺陷十分明显，反应步骤多,经历乙炔的醛加成、催化加氢、催化脱氢成环、氨解、炔加成等五步反应得到单体，单体合成反应过程中生成的不挥发性聚合副产物的量较大，因此，产物后处理烦琐，不仅导致目标产物NVP收率降低，而且使NVP的分离和提纯复杂化。
目前NVP的分离和提纯采用半连续分离，在最后一步为产生合格纯度的NVP产品需要采用间歇蒸馏，此步停留时间约24-30小时，由于N-乙烯基吡咯烷酮是热敏性物质，物料在精馏塔中停留时间高达30-40小时，在精馏过程中由于高温，有大量的N-乙烯基吡咯烷酮发生自聚，因而，降低了目标产物NVP的收率，不仅企业的生产效率不高，而且企业生产成本上升，另外，自聚副产物还带来了一定的环境污染问题。因此，寻找一种NVP的分离和提纯效果更好的连续精制工艺。
发明内容
本发明的目的在于针对现有技术的缺陷和不足，提供一种N-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法，以实现高纯N-乙烯基吡咯烷酮连续生产、并提高目标产物NVP的收率。
为实现上述目的，本发明提供一种N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，包括：通过管线依次串联的第一精馏单元、第一结晶***和第三精馏单元，串联连接的第二精馏单元和第二结晶***，以及NVP储罐，其中，
所述第一精馏单元接收包含NVP的合成反应液进行精馏处理并输出第一馏出和第一釜出，所述第一结晶***接收所述第一馏出进行结晶纯化并输出第一结晶液和第一母液，所述第三精馏单元接收所述第一结晶液进行精馏处理并输出第七馏出和第七釜出；
所述第二精馏单元与所述第一精馏单元连接并对所述第一釜出进行精馏处理后输出第二馏出和第二釜出，所述第二釜出返回所述合成反应液中或返回所述第一精馏单元进行精馏处理，所述第二结晶***接收所述第二馏出进行结晶纯化并输出第二结晶液和第二母液；
所述NVP储罐连接所述第三精馏单元和所述第二结晶***，接收所述第七馏出和所述第二结晶液。
进一步的，所述合成反应液采用乙炔合成法制备，所述合成反应液组成为,NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)。
进一步的，所述第七馏出中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第二馏出中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第二结晶液中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)。
本发明还提供一种利用上述N-乙烯基吡咯烷酮提纯***的N-乙烯基吡咯烷酮提纯方法，包括如下步骤：
S1：包含NVP的合成反应液进入第一精馏单元进行一级NVP纯化并输出第一馏出和第一釜出；
S2：第一结晶***接收所述第一馏出进行二级NVP纯化并输出第一结晶液和第一母液；
S3：第三精馏单元接收所述第一结晶液进行三级NVP纯化并输出第七馏出和第七釜出；
S4：第二精馏单元接收所述第一釜出进行四级NVP纯化并输出第二馏出和第二釜出；所述第二釜出返回所述合成反应液中或返回所述第一精馏单元进行精馏处理；
S5：第二结晶***接收所述第二馏出进行五级NVP纯化并输出第二结晶液和第二母液；
S6：NVP储罐接收所述第七馏出和所述第二结晶液。
进一步的，所述第一精馏单元、所述第二精馏单元和所述第三精馏单元的精馏塔为填料塔，精馏操作压力为0.082-0.083MPa。
进一步的，所述第二精馏单元的精馏塔塔釜温为125±5℃，塔顶温为115±5℃。
进一步的，所述第一结晶***的操作运行条件为：结晶温度为-12℃至-6℃，结晶时间为12小时。
进一步的，所述第二结晶***的操作运行条件为：结晶温度为6℃至11℃，结晶时间为4小时。
本发明与现有技术相比，具有如下有益效果：
1)本发明将NVP的分离和提纯工艺进行了重新优化和设计，由半连续精馏改为全连续精馏操作，提高了精馏***和相关结晶设备的利用效率，通过工艺优化实现了物料在精馏***内停留时间由半连续工艺的30-40小时降为12-18小时，可显著提高生产效率。
2)本发明将梯级精馏和分步结晶进行结合，并优化精馏操作条件，及时将经过两级精馏提纯、一级结晶提纯的物料直接经过低温精馏(第三精馏单元釜温为110-120℃)提纯馏出高纯度的NVP，避免了传统工艺多级精馏、结晶后继续在精馏***内停留、反复进行高温精馏(传统工艺此步精馏塔釜温为147±3℃)，可以减少NVP的自聚反应。因此，反应的自聚物由传统工艺的2.4吨/天降到新工艺的1.6吨/天。
3)由于N-乙烯基吡咯烷是热敏性物质，在精馏过程中由于高温，N-乙烯基吡咯烷酮容易发生自聚，本发明由于工艺优化实现了物料在精馏***内停留时间大幅度降低，降低物料自聚反应发生的机会，因此，本发明可以提高NVP的收率，降低生产成本，NVP生产残渣率由30％降至22％，NVP收率上升8％左右。
4)对第二馏出进行产品结晶处理，可对第二馏出的NVP产品品质(颜色和纯度等)进一步提质获取无色、透明、纯度更高的K90医用级的高品质NVP产品。
附图说明
图1根据实施方式1的NVP提纯***及工艺流程示意图；
图2根据实施方式2的NVP提纯***及工艺流程示意图；
图3根据实施方式3的NVP提纯***及工艺流程示意图；
图4根据实施方式4的NVP提纯***及工艺流程示意图；
图5根据实施方式5的NVP提纯***及工艺流程示意图；
图6现有技术的NVP提纯***及工艺流程示意图。
附图标记：
第一精馏单元1；第二精馏单元2；第三精馏塔3；第四精馏塔4；第五精馏塔5；第六精馏塔6；第三精馏单元7；第一结晶***8；第二结晶***9；蒸渣釜10；合成反应液00；第一馏出11；第一釜出12；第二馏出21；第二釜出22；第三馏出31；第三釜出32；第四馏出41；第四釜出42；第六馏出61；第六釜出62；第七馏出71；第七釜出72；第一结晶液81；第一母液82；第二结晶液91；第二母液92；第一精馏塔1a；第二精馏塔1b；第一精馏塔馏出101；第一精馏塔釜出102；储罐1c；混合馏出13。
具体实施方式
为了更清楚地说明本发明实施方式或现有技术中的技术方案，下面将对实施方式中所需要使用的附图作简单地介绍。显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员而言，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
本发明实施例一方面提供了一种N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，包括：通过管线依次串联的第一精馏单元1、第一结晶***8和第三精馏单元7，串联连接的第二精馏单元2和第二结晶***9，以及NVP储罐，其中，
所述第一精馏单元1接收包含NVP的合成反应液00进行精馏处理并输出第一馏出11和第一釜出12，所述第一结晶***8接收所述第一馏出11进行结晶纯化并输出第一结晶液81和第一母液82，所述第三精馏单元7接收所述第一结晶液81进行精馏处理并输出第七馏出71和第七釜出72；
所述第二精馏单元2与所述第一精馏单元1连接并对所述第一釜出12进行精馏处理后输出第二馏出21和第二釜出22，所述第二釜出22返回所述合成反应液00中或返回所述第一精馏单元1进行精馏处理，所述第二结晶***9接收所述第二馏出21进行结晶纯化并输出第二结晶液91和第二母液92；
所述NVP储罐连接所述第三精馏单元7和所述第二结晶***9，接收所述第七馏出71和所述第二结晶液91。
进一步的，所述合成反应液00采用乙炔合成法制备，所述合成反应液00组成为,NVP占30-65％(wt％)，a-p占35-70％(wt％)。
进一步的，所述第一馏出11中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)。
进一步的，所述第一釜出12中NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)。
进一步的，所述第七馏出71中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第二馏出21中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第二结晶液中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)。
进一步的，还包括焚烧装置，所述焚烧装置对所述第一母液82、所述第七釜出72和所述第二母液92进行焚烧处理。
进一步的，所述第二精馏单元2包括依次连接的第四精馏塔4和第五精馏塔5，所述第四精馏塔4接收所述第一精馏单元1的第一釜出12、进行蒸馏纯化，并输出第四馏出41和第四釜出42，所述第四釜出42进入所述第五精馏塔5进行蒸馏纯化并输出所述第二馏出21和第二釜出22，所述第四馏出41进入所述第一结晶***8进行结晶处理。
进一步的，所述第四馏出41中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤0.1％(wt％)，PH值为10.5-11.5。
进一步的，所述第二精馏单元2还包括第三精馏塔3，所述第三精馏塔3与所述第四精馏塔4串联，所述第三精馏塔3接收来自所述第一精馏单元1的第一釜出12并输出第三馏出31和第三釜出32，其中，所述第三馏出31进入所述第四精馏塔4，所述第三釜出32返回所述合成反应液00中或返回所述第一精馏单元1进行精馏处理。
进一步的，所述第三馏出31中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤1％(wt％)，PH值为10.2-11。
进一步的，所述第一精馏单元1包括第一精馏塔1a、第二精馏塔1b、第六精馏塔6和蒸渣釜10，所述第一精馏塔1a用于接收所述合成反应液00并输出第一精馏塔馏出101和第一精馏塔釜出102，所述第二精馏塔1b接收所述第一精馏塔馏出101并输出所述第一馏出11；所述第六精馏塔6接收所述第一精馏塔釜出102并输出第六馏出61和第六釜出62，其中，所述第六釜出62进入所述蒸渣釜10，所述第六馏出61返回回收ɑ-吡咯烷酮，所述第六馏出61组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏塔馏出101物料组成为NVP占45-52％(wt％)，a-p占40-50％(wt％)，第一精馏塔釜出102物料中NVP占5-10％(wt％)；所述第二精馏塔1b输出所述第一馏出11中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏单元1和所述第一结晶***8之间还串联储罐1c，所述储罐1c接收来自第一精馏单元1输出的所述第一馏出11，并向所述第一结晶***8输出混合馏出13。
进一步的，所述第二精馏塔1b和所述第一结晶***8之间还串联储罐1c，所述储罐1c接收来自第二精馏塔1b输出的所述第一馏出11和/或所述第四精馏塔4输出的所述第四馏出41，并向所述第一结晶***8输出混合馏出13，所述混合馏出13组成为NVP≥98％(wt％)，a-p≤1.5％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏单元1、所述第二精馏单元2和所述第三精馏单元7的精馏塔为填料塔，精馏操作压力为0.082-0.083MPa。
进一步的，所述第一精馏塔1a塔釜温为140-150℃，塔顶温为124-130℃。
进一步的，所述第二精馏塔1b塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第三精馏塔3塔釜温为140-150℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第四精馏塔4塔釜温为110-120℃，塔顶温为87-93℃。
进一步的，所述第五精馏塔5塔釜温为120-130℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第六精馏塔6塔釜温为160-170℃，塔顶温为145±3℃。
进一步的，所述第三精馏单元7的精馏塔塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述蒸渣釜10为搅拌釜，操作压力为0.076MPa。
进一步的，所述第一结晶***8的操作运行条件为：结晶温度为-12℃至-6℃，结晶时间为-12℃下保持6小时，在-6℃下保持6小时。
进一步的，所述第二结晶***9的操作运行条件为：结晶温度为6℃至11℃，结晶时间为4小时。
进一步的，所述第二结晶***9采取梯度结晶法提纯NVP：从温度11℃以1℃/10分钟逐渐降到6℃，6℃下保持30分钟，再梯度升温以1℃/10分钟逐升高到14℃，14℃下保持30分钟。
本发明还提供一种利用上述N-乙烯基吡咯烷酮提纯***的N-乙烯基吡咯烷酮提纯方法，包括如下步骤：
S1：包含NVP的合成反应液00进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化并输出第一馏出11和第一釜出12；
S2：第一结晶***8接收所述第一馏出11进行二级NVP纯化并输出第一结晶液81和第一母液82；
S3：第三精馏单元7接收所述第一结晶液81进行三级NVP纯化并输出第七馏出71和第七釜出72；
S4：第二精馏单元2接收所述第一釜出11进行四级NVP纯化并输出第二馏出21和第二釜出22；所述第二釜出22返回所述合成反应液00中或返回所述第一精馏单元1进行精馏处理；
S5：第二结晶***9接收所述第二馏出21进行五级NVP纯化并输出第二结晶液91和第二母液92；
S6：NVP储罐接收所述第七馏出71和所述第二结晶液92。
进一步的，还包括步骤S7，焚烧装置对所述第一母液82、所述第七釜出72和所述第二母液92进行焚烧处理。
进一步的，所述步骤S4中，所述第二精馏单元2包括依次连接的第四精馏塔4和第五精馏塔5，所述第四精馏塔4接收所述第一精馏单元1的第一釜出12、进行蒸馏纯化，并输出第四馏出41和第四釜出42，所述第四釜出42进入所述第五精馏塔5进行蒸馏纯化并输出所述第二馏出21和第二釜出22，所述第四馏出41进入所述第一结晶***8进行结晶处理。
进一步的，所述合成反应液00采用乙炔合成法制备，所述合成反应液00组成为,NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)。
进一步的，所述第一馏出11中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)。
进一步的，所述第一釜出12中NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)。
进一步的，所述第七馏出71中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第二馏出21中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5。
进一步的，所述第四馏出41中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤0.1％(wt％)，PH值为10.5-11.5。
进一步的，所述第二结晶液91中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)。
进一步的，所述步骤S4中，所述第二精馏单元2还包括第三精馏塔3，所述第三精馏塔3与所述第四精馏塔4串联，所述第三精馏塔3接收来自所述第一精馏单元1的第一釜出12并输出第三馏出31和第三釜出32，其中，所述第三馏出31进入所述第四精馏塔4，所述第三釜出32返回所述合成反应液00中或返回所述第一精馏单元1进行精馏处理。
进一步的，所述第三馏出31中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤1％(wt％)，PH值为10.2-11。
进一步的，所述步骤S1中，所述第一精馏单元1包括第一精馏塔1a、第二精馏塔1b、第六精馏塔6和蒸渣釜10，所述第一精馏塔1a用于接收所述合成反应液00并输出第一精馏塔馏出101和第一精馏塔釜出102，所述第二精馏塔1b接收所述第一精馏塔馏出101并输出所述第一馏出11；所述第六精馏塔6接收所述第一精馏塔釜出102并输出第六馏出61和第六釜出62，其中，所述第六釜出62进入所述蒸渣釜10，所述第六馏出61返回回收ɑ-吡咯烷酮，所述第六馏出61组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏塔馏出101物料组成为NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)，第一精馏塔釜出102物料中NVP占5-10％(wt％)；所述第二精馏塔1b输出所述第一馏出11中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏单元1和所述第一结晶***8之间还串联储罐1c，所述储罐1c接收来自第一精馏单元1输出的所述第一馏出11，并向所述第一结晶***8输出混合馏出13。
进一步的，所述第二精馏塔1b和所述第一结晶***8之间还串联储罐1c，所述储罐1c接收来自第二精馏塔1b输出的所述第一馏出11和/或所述第四精馏塔4输出的所述第四馏出41，并向所述第一结晶***8输出混合馏出13，所述混合馏出13组成为NVP≥98％(wt％)，a-p≤1.5％(wt％)。
进一步的，所述第一精馏单元1、所述第二精馏单元2和所述第三精馏单元7的精馏塔为填料塔，精馏操作压力为0.082-0.083MPa。
进一步的，所述第一精馏塔1a塔釜温为140-150℃，塔顶温为124-130℃。
进一步的，所述第二精馏塔1b塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第三精馏塔3塔釜温为140-150℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第四精馏塔4塔釜温为110-120℃，塔顶温为87-93℃。
进一步的，所述第五精馏塔5塔釜温为120-130℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述第六精馏塔6塔釜温为160-170℃，塔顶温为145±3℃。
进一步的，所述第三精馏单元7的精馏塔塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃。
进一步的，所述蒸渣釜10为搅拌釜，操作压力为0.076MPa。
进一步的，所述第一结晶***8的操作运行条件为：结晶温度为-12℃至-6℃，结晶时间为-12℃下保持6小时，在-6℃下保持6小时。
进一步的，所述第二结晶***9的操作运行条件为：结晶温度为6℃至11℃，结晶时间为4小时。
进一步的，所述第二结晶***9采取梯度结晶法提纯NVP：在11℃加入晶种，所述晶种占结晶原液质量百分比为0.1％，然后从温度11℃以1℃/10分钟逐渐降到6℃，6℃下保持20分钟，再梯度升温以1℃/10分钟逐升高到14℃，14℃下保持30分钟。
下面结合附图和具体实施方式对本发明作详细地描述，实施方式不能在此一一赘述，但本发明的实施方式并不因此限定于以下实施方式。
实施方式1
图1是根据本发明的实施方式1的NVP精制***及工艺流程示意图。
如图1所示，一种N-乙烯基吡咯烷酮精制***，包括：通过管线依次串联的第一精馏单元1、第一结晶***8和第三精馏单元7，串联连接的第二精馏单元2和第二结晶***9，以及NVP储罐。其中，第一精馏单元1接收包含NVP的合成反应液00进行精馏处理并输出第一馏出11和第一釜出12，第一结晶***8接收第一馏出11进行结晶纯化并输出第一结晶液81和第一母液82，第三精馏单元7接收第一结晶液81进行精馏处理并输出第七馏出71和第七釜出72；第二精馏单元2与第一精馏单元1连接并对第一釜出12进行精馏处理后输出第二馏出21和第二釜出22，第二釜出22返回合成反应液00中或返回第一精馏单元1进行精馏处理；第二结晶***9接收第二馏出21进行结晶纯化并输出第二结晶液91和第二母液92；NVP储罐连接第三精馏单元7和第二结晶***9，接收第七馏出71和所述第二结晶液91。第一精馏单元1、第二精馏单元2和第三精馏单元7均为填料塔。
如图1所示，采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液00以960升/小时进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化(即一级精馏提纯)，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa、控制精馏塔塔顶温为100-106℃，从精馏塔塔顶采出第一馏出11，其中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)，第一精馏单元1的精馏塔塔釜输出第一釜出12，其中NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)。
提纯NVP后的第一馏出11进入第一结晶***8进行二级NVP纯化(即一级结晶提纯)，第一结晶***8的操作运行条件为：结晶温度为-12℃至-6℃，结晶时间为-12℃下保持6小时，在-6℃下保持6小时。结晶提纯得到第一结晶液81和第一母液82，第一母液82送焚烧装置进行焚烧处理，经过第一结晶***8回收NVP后的第一结晶液81再进入第三精馏单元7进行三级NVP纯化(即二级精馏提纯)并输出第七馏出71，第三精馏单元7还输出第七釜出72送焚烧装置进行焚烧处理。
在本实施方式中，第三精馏单元7的精馏塔控制塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃进行精馏确保第七馏出71中包含纯化后的NVP达到产品接收标准，即：NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5，纯化后的NVP作为产品进入NVP产品储罐。
如图1所示，第一精馏单元1的第一釜出12进入第二精馏单元2，对包含NVP的第一釜出12进行四级NVP纯化(即三级精馏提纯)分离NVP和a-p。在精馏操作压力为0.082-0.083MPa下，并控制塔顶温为100-106℃时从第二精馏单元2的精馏塔塔顶采出第二馏出21，第二馏出21中包含纯化后的NVP达到产品接收标准，即：NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5，纯化后的NVP作为原料进入第二结晶***9进行进行五级NVP纯化(即二级结晶提纯)并得到第二结晶液91和第二母液92。第二精馏单元2输出的第二釜出22则返回合成反应液00中或返回第一精馏单元1进行精馏处理。第二母液92送焚烧装置处理。
在本实施方式中，第二结晶***9的操作运行条件为：结晶温度为6℃至14℃，结晶时间为4小时。具体操作为第二结晶***9采取梯度结晶法提纯NVP：在11℃加入晶种，晶种占结晶原液质量百分比为0.1％，然后从温度11℃以1℃/10分钟逐渐降到6℃，6℃下保持20分钟，再梯度升温以1℃/10分钟逐升高到14℃，14℃下保持30分钟。将母液与结晶液进行分离。设置第二结晶***9的目的是进一步提纯NVP产品的质量，经过第二结晶***9梯度结晶法进行结晶纯化后的第二结晶液91无色、透明，其中，NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，已经是高纯度的合格的NVP产品，结晶后NVP质量可以进一步提升，制备的NVP单体可用作制取药用PVP。
在本实施方式中，采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，经过包含三级精馏、一级结晶处理不仅能够获得NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5的纯化后的NVP产品，而且经过二级结晶处理还能够获得NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)的高纯度医药级的NVP产品。
在本实施方式中，由于将NVP合成反应液00通过一级精馏提纯分离形成两股物料分别并行进行精制，即合成反应液00先经第一精馏单元1一级提纯后形成的第一馏出11，再进行一级结晶提纯形成结晶液，在温和的二级精馏操作条件下结晶液直接分离出合格的NVP产品，而经第一精馏单元1分离的釜出则通过并行的三级精馏进行纯化分离后，再进行二级结晶提纯形成结晶液生产出高纯度医药级NVP，由于一级结晶液并不返回三级精馏，这就缩短了NVP尤其是经结晶提纯后的高浓度的NVP物料采取传统工艺进行处理时在精馏***内的停留时间，因而，大大降低了NVP自聚的反应，NVP的收率得到明显提升。在合成反应液00进料960升/小时下，反应的自聚物2.0吨/天，残渣率为28％。采用本实施方式，可以获得K30工业级和K90医药级使用的NVP产品。
实施方式2
图2根据实施方式2的NVP提纯***及工艺流程示意图。采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液00以960升/小时进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化(即一级精馏提纯)。与实施方式1不同的是主要有如下方面：
如图2所示，NVP精制***的第二精馏单元2包括依次连接的两个填料塔即第四精馏塔4和第五精馏塔5，第四精馏塔4接收第一精馏单元1的第一釜出12、进行蒸馏纯化，并输出第四馏出41和第四釜出42，第四釜出42进入第五精馏塔5进行蒸馏纯化并输出第二馏出21和第二釜出22，第四馏出41进入第一结晶***8进行结晶处理。
在本实施方式中，如图2所示，包含NVP的第一釜出12在第二精馏单元2进行两步提纯处理，即四级和五级NVP纯化(即三级和四级精馏提纯)，控制第四精馏塔4塔釜温为110-120℃、塔顶温为87-93℃、回流量700-1000L/h，第五精馏塔5塔釜温为120-130℃、塔顶温为100-106℃、回流量500-1100L/h，两塔精馏的停留时间均控制在2-3小时的条件下以分离NVP和a-p。其中，控制第四精馏塔4大约每3小时采40L第四馏出41，其中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤0.1％(wt％)，PH值为10.5-11.5。第四馏出41进入第一结晶***8进行结晶处理，第四釜出42则进入第五精馏塔5进行蒸馏纯化并输出第二馏出21和第二釜出22。第五精馏塔5塔顶采出第二馏出21流量为340-350L/h，塔釜釜出70-80L/h。
由于NVP的合成反应液00物料中包含与NVP沸点接近的多胺类物质或吡啶类物质等轻组分，通过一级精馏提纯很难除去该轻组分，而该组分存在又会导致最终的NVP产品发黄，因此，本实施方式设立第四精馏塔4和第五精馏塔5，并控制第四精馏塔4相对于第五精馏塔5较低的塔釜温度和塔顶温度，第四精馏塔4相对温和的精馏操作条件不仅可以将该轻组分与NVP进行分离，NVP占45-70％(wt％)和a-p占30-55％(wt％)的第一釜出12通过较温和精馏操作条件下的第四精馏塔4分离出NVP≥98％(wt％)、a-p≤0.1％(wt％)的粗级NVP产品，以每3小时采40L流量进入第一结晶***8后，能够进一步的纯化得到合格的NVP产品，而且可以降低NVP的自聚反应发生的机率，NVP的收率得到明显提升。在合成反应液00进料960升/小时下，反应的自聚物1.8吨/天，NVP生产残渣率为24％。采用本实施方式，可以提高K90药用级使用的NVP产品的收率。
实施方式3
图3根据实施方式3的NVP提纯***及工艺流程示意图。采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液00以960升/小时进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化(即一级精馏提纯)。与实施方式2不同的是主要有如下方面：
如图3所示，NVP精制***的第二精馏单元2还包括第三精馏塔3，第三精馏塔3设置在第四精馏塔4的前端并与其串联，第三精馏塔3接收来自第一精馏单元1的第一釜出12并输出第三馏出31和第三釜出32，其中，第三馏出31进入第四精馏塔4，第三釜出32则返回合成反应液00中或返回第一精馏单元1进行精馏处理。
在本实施方式中，第三精馏塔3为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为140-150℃，塔顶温为100-106℃，塔顶馏出400-410L/h,塔釜釜出160-170L/h,精馏塔回流800-1100L/h,物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对来自第一精馏单元1的第一釜出12进行精馏，设置第三精馏塔3的目的是通过对一级精馏提纯后的釜出物料在较高温度下进行深度精馏、精制，尽量多地产出NVP产品，降低返回第一精馏单元1进行精馏处理的物料量，减少物料在精馏***内的反复精馏、长时间停留的时间，从而降低NVP自聚的发生，提高目标产品NVP的收率。在本实施方式中，第三馏出31中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤1％(wt％)，PH值为10.2-11。在合成反应液00进料960升/小时下，反应的自聚物1.6吨/天，NVP生产残渣率为22％，残渣率进一步降低。
实施方式4
图4根据实施方式4的NVP提纯***及工艺流程示意图。采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液00以960升/小时进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化(即一级精馏提纯)。与实施方式3不同的是主要有如下方面：
如图4所示，NVP精制***的第一精馏单元1包括第一精馏塔1a、第二精馏塔1b、第六精馏塔6和蒸渣釜10，第一精馏塔1a用于接收NVP合成反应液00并输出第一精馏塔馏出101和第一精馏塔釜出102，第二精馏塔1b接收第一精馏塔馏出101并输出第一馏出11和第一釜出12；第六精馏塔6接收第一精馏塔釜出102并输出第六馏出61和第六釜出62，其中，第六釜出62进入蒸渣釜10，第六馏出61返回回收ɑ-吡咯烷酮，第六馏出61组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。
在本实施方式中，第一精馏塔1a为填料塔，作为NVP精馏提纯的粗馏塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为140-150℃，塔顶温为124-130℃，塔顶馏出600L/h，釜出550-600L/h，回流比300-500L/h，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对NVP合成反应液00进行一级纯化精馏，从第一精馏塔1a塔顶采出的第一精馏塔馏出101物料组成为NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)，第一精馏塔釜出102物料中NVP占5-10％(wt％)。
在本实施方式中，第二精馏塔1b为填料塔，作为NVP精馏提纯的脱轻塔，脱除NVP粗级产品中由NVP的合成反应液00物料带入的与NVP沸点接近的多胺类物质或吡啶类物质等轻组分，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，第二精馏塔1b塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃，塔顶馏出25L/h，塔釜釜出570L/h，回流比1000-1200L/h，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对第一精馏塔馏出101物料进行精馏处理并输出第一馏出11中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)，由于第二精馏塔1b的设置，NVP产品发黄现象得到明显改善，NVP产品品质提升明显。
如图4所示，在本实施方式中，第六精馏塔6为填料塔，用于回收NVP的合成反应液00物料中ɑ-吡咯烷酮。在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为160-170℃，塔顶温为145±3℃，不作回流，塔顶馏出350-370L/h，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对第一精馏塔釜出102进行提纯处理并输出第六馏出61和第六釜出62，其中，第六釜出62进入蒸渣釜10处理，第六馏出61返回回收ɑ-吡咯烷酮，第六馏出61组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。所述蒸渣釜10为搅拌釜，容量100-110L，操作压力为0.076MPa。
在本实施方式中，第一精馏单元1设置两级精馏塔对包含NVP的合成反应液00进行精馏提纯、脱除轻组分，并配合设置对第一精馏塔釜出102进行精馏、回收ɑ-吡咯烷酮的第六精馏塔6，能够实现提纯NVP，同时回收ɑ-吡咯烷酮，以降低生产操作的成本。在合成反应液00进料960升/小时下，反应的自聚物1.6吨/天，NVP生产残渣率为22％。
实施方式5
图5根据实施方式5的NVP提纯***及工艺流程示意图。采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液00，经气液分离后合成反应液00组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液00以960升/小时进入第一精馏单元1进行一级NVP纯化(即一级精馏提纯)。与实施方式4不同的是主要有如下方面：
如图5所示，NVP精制***的第一精馏单元1和第一结晶***8之间还串联储罐1c，储罐1c接收来自第一精馏单元1的第二精馏塔1b输出的第一馏出11和第二精馏单元2的第四精馏塔输出的第四馏出41，并向第一结晶***8输出混合馏出13，混合馏出13组成为NVP≥98％(wt％)，a-p≤1.5％(wt％)。
在本实施方式中，在第一结晶***8的上游串联设置一个储罐1c。一方面储罐1c为下游的第一结晶***8提供物料保障，因为本NVP精制***中的精馏操作连续运行，第一结晶***8是梯度结晶、间歇操作，如果第一馏出11和或第四馏出41直接进入第一结晶***8，就会扰乱整个NVP精制***及工艺的稳定运行，影响最终NVP产品的质量，另一方面储罐1c用于接收第一精馏单元1和第二精馏单元2两股精馏馏分，充分混合NVP精馏、起到物料缓冲作用，以更好的保障结晶***的平稳运行。在合成反应液00进料960升/小时下，反应的自聚物1.6吨/天，NVP生产残渣率为22％。
对比实施方式1
图6是现有技术的NVP提纯***及工艺流程示意图。采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液，经气液分离后合成反应液组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，合成反应液以960升/小时进入第一精馏塔进行一级精馏提纯。
如图6所示，现有技术的NVP提纯***包括依次串联连接的第一精馏塔、第二精馏塔、储罐、结晶***，与第二精馏塔串联连接的第三精馏塔和第四精馏塔，以及与第一精馏塔串联连接的第五精馏塔和蒸渣釜。在本实施方式中，所有精馏塔均为填料塔，精馏操作压力均为0.082-0.083MPa。
如图6所示，采用乙炔合成法制备NVP的合成反应液，经气液分离后合成反应液组成中NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)，先进入第一精馏塔进行一级精馏提纯得到第一精馏塔馏出和釜出，其中，第一精馏塔馏出进入第二精馏塔继续进行二级精馏提纯得到第二精馏塔馏出和釜出，第二精馏塔馏出进入储罐，结晶***接收储罐中的头馏分进行结晶提纯得到结晶液和母液，结晶液送第二精馏塔继续精馏。第三精馏塔接收第二精馏塔釜出继续精馏提纯输出第三精馏塔馏出，并继续在第四精馏塔进行间歇精馏提纯，以塔顶馏出合格的NVP产品为止。
在本实施方式中，第一精馏塔釜出进入第五精馏塔进行精馏纯化形成第五精馏塔馏出和釜出，其中，釜出送蒸渣釜处理，馏出用于回收ɑ-吡咯烷酮。
在本实施方式中：
第一精馏塔为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为140-150℃，塔顶温为124-130℃，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对NVP合成反应液进行一级纯化精馏，从第一精馏塔塔顶采出的第一精馏塔馏出物料组成为NVP占45-70％(wt％)，a-p占30-55％(wt％)，第一精馏塔釜出102物料中NVP占5-10％(wt％)。
第二精馏塔为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，第二精馏塔塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对第一精馏塔馏出物料进行精馏处理并输出第二精馏塔馏出中包含NVP≥97.8％(wt％)，a-p≤0.15％(wt％)。
第三精馏塔为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为140-150℃，塔顶温为100-106℃，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对来自第二精馏塔釜出进行精馏输出第三精馏塔馏出中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤1％(wt％)，PH值为10.2-11。
第四精馏塔为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为120-130℃，塔顶温为100-106℃的条件下，对来自第三精馏塔馏出进行精馏输出第四精馏塔馏出，为确保馏出物中NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2-9.5，满足NVP产品合格要求，需要控制物料精馏停留时间为24-30小时。
第五精馏塔为填料塔，在精馏操作压力为0.082-0.083MPa，塔釜温为160-170℃，塔顶温为145±3℃，物料精馏停留时间为2-3小时的条件下，对第一精馏塔釜出进行提纯处理并输出第五精馏塔馏出和釜出，其中，釜出进入蒸渣釜处理，馏出返回回收ɑ-吡咯烷酮，馏出物组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。所述蒸渣釜为搅拌釜，操作压力为0.076MPa。
在本实施方式中，在包含NVP的合成反应液精馏分离过程中采用半连续分离，在最后一步(第四精馏塔)为确保生产出纯度合格NVP产品，采用间歇蒸馏，此步停留时间约24-30小时，加上前面三塔的精馏处理时间6-9小时，物料在精馏塔中停留时间高达30-40小时，由于N-乙烯基吡咯烷酮时热敏性物质，在精馏过程中尤其是第三精馏塔高温环境下，有大量的N-乙烯基吡咯烷酮发生自聚，物料自聚物2.4吨/天，NVP生产残渣率达到30％。
以上所述仅为本发明的一个实施方式而已，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N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，其特征在于，包括：通过管线依次串联的第一精馏单元、第一结晶***和第三精馏单元，串联连接的第二精馏单元和第二结晶***，以及NVP储罐，其中，
所述第一精馏单元接收包含NVP的合成反应液进行精馏处理并输出第一馏出和第一釜出，所述第一结晶***接收所述第一馏出进行结晶纯化并输出第一结晶液和第一母液，所述第三精馏单元接收所述第一结晶液进行精馏处理并输出第七馏出和第七釜出；
所述第二精馏单元与所述第一精馏单元连接并对所述第一釜出进行精馏处理后输出第二馏出和第二釜出，所述第二釜出返回所述合成反应液中或返回所述第一精馏单元进行精馏处理，所述第二结晶***接收所述第二馏出进行结晶纯化并输出第二结晶液和第二母液；
所述NVP储罐连接所述第三精馏单元和所述第二结晶***，接收所述第七馏出和所述第二结晶液；
所述第二精馏单元包括依次连接的第四精馏塔和第五精馏塔，所述第四精馏塔接收所述第一精馏单元的第一釜出、进行蒸馏纯化，并输出第四馏出和第四釜出，所述第四釜出进入所述第五精馏塔进行蒸馏纯化并输出所述第二馏出和第二釜出，所述第四馏出进入所述第一结晶***进行结晶处理；
所述第一精馏单元和所述第一结晶***之间还串联储罐，所述储罐接收来自第一精馏单元输出的所述第一馏出，并向所述第一结晶***输出混合馏出；
所述第一精馏单元包括第一精馏塔、第二精馏塔、第六精馏塔和蒸渣釜，所述第一精馏塔用于接收所述合成反应液并输出第一精馏塔馏出和第一精馏塔釜出，所述第二精馏塔接收所述第一精馏塔馏出并输出所述第一馏出；所述第六精馏塔接收所述第一精馏塔釜出并输出第六馏出和第六釜出，其中，所述第六釜出进入所述蒸渣釜，所述第六馏出返回回收ɑ-吡咯烷酮，所述第六馏出组成为NVP≥90％(wt％)，a-p≤10％(wt％)。
2.根据权利要求1所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，其特征在于，
所述第七馏出中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5；
所述第二馏出中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.7％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)，PH值为8.2～9.5；
所述第二结晶液中包含纯化后的NVP，其中，NVP≥99.9％(wt％)，a-p≤0.05％(wt％)。
3.根据权利要求1所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，其特征在于，所述合成反应液采用乙炔合成法制备，所述合成反应液组成为,NVP占30-55％(wt％)，a-p占45-70％(wt％)。
4.根据权利要求1所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，其特征在于，所述第四馏出中包含NVP≥98％(wt％)，a-p≤0.1％(wt％)，PH值为10.5-11.5。
5.根据权利要求4所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯***，其特征在于，所述第二精馏单元还包括第三精馏塔，所述第三精馏塔与所述第四精馏塔串联，所述第三精馏塔接收来自所述第一精馏单元的第一釜出并输出第三馏出和第三釜出，其中，所述第三馏出进入所述第四精馏塔，所述第三釜出返回所述合成反应液中或返回所述第一精馏单元进行精馏处理。
6.一种根据权利要求1-5任一项所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯***的N-乙烯基吡咯烷酮提纯方法，其特征在于，包括如下步骤：
S1：包含NVP的合成反应液进入第一精馏单元进行一级NVP纯化并输出第一馏出和第一釜出；
S2：第一结晶***接收所述第一馏出进行二级NVP纯化并输出第一结晶液和第一母液；
S3：第三精馏单元接收所述第一结晶液进行三级NVP纯化并输出第七馏出和第七釜出；
S4：第二精馏单元接收所述第一釜出进行四级NVP纯化并输出第二馏出和第二釜出；所述第二釜出返回所述合成反应液中或返回所述第一精馏单元进行精馏处理；
S5：第二结晶***接收所述第二馏出进行五级NVP纯化并输出第二结晶液和第二母液；
S6：NVP储罐接收所述第七馏出和所述第二结晶液。
7.根据权利要求6所述的N-乙烯基吡咯烷酮提纯方法，其特征在于，所述步骤S4中，所述第二精馏单元包括依次连接的第四精馏塔和第五精馏塔，所述第四精馏塔接收所述第一精馏单元的第一釜出、进行蒸馏纯化，并输出第四馏出和第四釜出，所述第四釜出进入所述第五精馏塔进行蒸馏纯化并输出所述第二馏出和第二釜出，所述第四馏出进入所述第一结晶***进行结晶处理；
所述第四精馏塔塔釜温为110-120℃，塔顶温为87-93℃；
所述第五精馏塔塔釜温为120-130℃，塔顶温为100-106℃；
第三精馏单元的精馏塔塔釜温为110-120℃，塔顶温为100-106℃；
所述第一结晶***的操作运行条件为：结晶温度为-12℃至-6℃，结晶时间为12小时；
所述第二结晶***的操作运行条件为：结晶温度为6℃至11℃，结晶时间为4小时。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN202110751682.XA CN113476877B (zh) | 2021-07-03 | 2021-07-03 | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN202110751682.XA CN113476877B (zh) | 2021-07-03 | 2021-07-03 | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN113476877A CN113476877A (zh) | 2021-10-08 |
| CN113476877B true CN113476877B (zh) | 2024-04-19 |
Family
ID=77940467
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN202110751682.XA Active CN113476877B (zh) | 2021-07-03 | 2021-07-03 | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN113476877B (zh) |
Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102030336A (zh) * | 2010-12-23 | 2011-04-27 | 江西嘉柏新材料有限公司 | 一种高纯度三氯氢硅的提纯方法 |
| CN205328898U (zh) * | 2016-01-14 | 2016-06-22 | 天津市天地创智科技发展有限公司 | 一种三效逆流蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的*** |
| CN205386348U (zh) * | 2015-12-31 | 2016-07-20 | 江苏常青树新材料科技有限公司 | 一种苯酚和异辛醇混合物精馏结晶提纯分离装置 |
| CN108440241A (zh) * | 2018-04-10 | 2018-08-24 | 成都凯特力华科技有限公司 | 一种高纯度环己醇的提纯***及方法 |
| CN215822383U (zh) * | 2021-07-03 | 2022-02-15 | 乌兰察布市珂玛新材料有限公司 | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯*** |
-
2021
- 2021-07-03 CN CN202110751682.XA patent/CN113476877B/zh active Active
Patent Citations (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102030336A (zh) * | 2010-12-23 | 2011-04-27 | 江西嘉柏新材料有限公司 | 一种高纯度三氯氢硅的提纯方法 |
| CN205386348U (zh) * | 2015-12-31 | 2016-07-20 | 江苏常青树新材料科技有限公司 | 一种苯酚和异辛醇混合物精馏结晶提纯分离装置 |
| CN205328898U (zh) * | 2016-01-14 | 2016-06-22 | 天津市天地创智科技发展有限公司 | 一种三效逆流蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的*** |
| CN108440241A (zh) * | 2018-04-10 | 2018-08-24 | 成都凯特力华科技有限公司 | 一种高纯度环己醇的提纯***及方法 |
| CN215822383U (zh) * | 2021-07-03 | 2022-02-15 | 乌兰察布市珂玛新材料有限公司 | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯*** |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN113476877A (zh) | 2021-10-08 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101027276B (zh) | 连续制备烷基氨基丙烯酰胺的方法 | |
| CN113582845B (zh) | 一种反应精馏法联产电子级碳酸甲乙酯和碳酸二乙酯的装置及工艺 | |
| CN110372512B (zh) | 一种碳酸二甲酯的分离提纯工艺 | |
| CN215822383U (zh) | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯*** | |
| CN113476877B (zh) | 一种n-乙烯基吡咯烷酮提纯***及方法 | |
| CA2289497A1 (en) | A process for the production of n-methyl pyrrolidone | |
| CN111217684A (zh) | 一种提高环己酮收率的生产方法 | |
| CN108191743B (zh) | 一种利用共沸精馏塔侧线采出实现2-甲基吡啶脱水的方法 | |
| CN113444029B (zh) | 一种n-乙烯基吡咯烷酮精制***及工艺 | |
| KR100727504B1 (ko) | 감마 부티로락톤 및 혼합 메틸아민을 출발 물질로 사용한ｎ-메틸 피롤리돈의 제조 방법 | |
| US20110137094A1 (en) | Process for producing ethylidene norbornene | |
| CN116283704A (zh) | 一种连续化的n-甲基吡咯烷酮的制备方法 | |
| US5393888A (en) | Non-catalytic liquid phase conversion of butyrolactone and ammonia to 2-pyrrolidone product in high yield and selectivity | |
| CN216427172U (zh) | 一种n-乙烯基吡咯烷酮精制*** | |
| CN109627160B (zh) | 一种酯交换法联产仲丁醇和乙酸酯的反应精馏方法 | |
| CN116261559A (zh) | 一种麦芽酚格氏工段中间体提纯方法和装置 | |
| KR100492200B1 (ko) | 6-아미노카프로산 니트릴 및 이민을 함유하는 혼합물로부터 6-아미노카프로산 니트릴의 분리 방법 | |
| WO2002076944A1 (fr) | Procede de purification de n-(2-hydroxyethyl)-2-pyrrolidone | |
| US6677449B2 (en) | Preparation of caprolactam | |
| JP2506021B2 (ja) | カプロラクタムの精製法 | |
| CN109574928A (zh) | 一种精制环己酮肟气相重排产物的方法 | |
| CN113549026A (zh) | 一种n-乙烯基噁唑烷酮类化合物的合成工艺 | |
| JP2001302626A (ja) | 高純度ピロリドン類の製造方法 | |
| US4578511A (en) | Method of preparing pure benzoic acid | |
| CN114456096B (zh) | 一种己内酰胺的提纯方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| GR01 | Patent grant |