CN1191225C - 有机酸水溶液的提纯 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种以工业规模提纯有机酸水溶液的方法和装置，所述的有机酸在大气压力下的沸点低于450℃，以总溶液为基准计算，其含有约275g羧酸盐离子/升或更少、优选250g羧酸盐离子/升或更少和优选少于1重量%的离子杂质，本发明尤其涉及以工业规模连续提纯和浓缩在大气压下沸点低于450℃的有机酸的水溶液的方法和装置。根据该方法，对溶液进行两个或多个蒸馏步骤，第一蒸馏步骤在80-150℃的温度和50-250mbar的压力进行，第二蒸馏步骤在80-200℃的温度和0.01-50mbar的压力进行。

Description

有机酸水溶液的提纯
                     技术领域
本发明涉及一种以工业规模提纯有机酸水溶液的方法和装置，所述的有机酸在大气压力下的沸点低于450℃，以总溶液为基准计算，其含有约275g羧酸盐离子/升或更少、优选250g羧酸盐离子/升或更少和优选少于1重量％的离子杂质，本发明尤其涉及以工业规模连续提纯和浓缩在大气压下沸点低于450℃的有机酸的水溶液的方法和装置。根据本发明的方法和装置还可用于生产和提纯所述有机酸的环状二聚物，条件是所述的环状二聚物在大气压力下沸点低于450℃。
在本发明的上下文中，有机酸包括一元羧酸、二元羧酸和多元羧酸。此外，术语“有机酸”被解释为包括纯的酸和基本纯的酸和任选少量的低聚的或聚合的有机酸和/或有机酸的环状二聚物的混合物。这些有机酸的例子是柠檬酸、羟基乙酸、乙酸、丙烯酸、甲基丙烯酸等。有机酸优选是α-羟基酸，特别是乳酸。类似地，术语α-羟基酸和乳酸被认为是基本上非聚合的α-羟基酸或非聚合的乳酸和可能的少量聚合的α-羟基酸和环状二聚体或乳酸和交酯(dilactide)(环状二聚体)。
                     背景技术
WO98/55442描述了一种用于提纯这类乳酸的方法，其中对从发酵或不同来源得到乳酸在水中的溶液进行至少3个步骤。第一步骤包括除去离子物质，这些物质可催化乳酸水溶液中的乳酸低聚，溶液含有低于80％、优选低于50％、特别是低于30％的乳酸。优选使用阳离子交换剂除去阳离子物质，然后用阴离子交换剂除去阴离子物质。第二步骤包括通过减压蒸发浓缩溶液至50-90％、优选70-90％的浓度，压力为5000-50000帕斯卡，优选5000-25000帕斯卡，温度尽可能地保持低。蒸发优选借助流动膜蒸发器进行。第三步骤包括在0.1-10000帕斯卡、优选10-2000帕斯卡、特别是100-1000帕斯卡的压力蒸馏，蒸馏装置的壁的温度为80-160℃，优选110-160℃。蒸馏优选借助机械地移动的薄膜蒸发器或短程蒸发器进行，从而得到纯乳酸。如果适当，还可在第二和第三步骤之间进行后浓缩。这个后浓缩也优选使用机械地移动的薄膜蒸发器或短程蒸发器在1000-500000帕斯卡、优选5000-25000帕斯卡的压力和50-150℃、优选80-120℃的温度进行。其声称在这个后浓缩中从第一浓缩步骤(步骤二)得到的溶液的浓度可提高到100％乳酸。
这种方法的一个缺点是在第一浓缩步骤(步骤二)中，含浓缩的乳酸的溶液和大体上含水的馏分分离很差，因此大体上含有水的馏分也含有相当量的乳酸和对该方法产率有不利影响的杂质。此外，该含水的馏分必须在排放或在循环进入该方法之前净化。这个方法的另一个缺点是压力的突然降低(从第一浓缩步骤降至第二浓缩步骤)。这种对液相的扰动降低了在第二浓缩步骤中的质量，特别是如果来自第一浓缩步骤的浓缩物含有不溶性的气体或水。短程蒸发器的缺点在于在操作期间，发生残留产物对内部冷凝器的喷溅。
在法国专利说明书1290212和US 1594843中描述了用于提纯诸如乳酸的有机羧酸的其它方法。法国专利说明书描述了用离子交换剂除去阳离子物质。US 1594843描述了乳酸水溶液的提纯，期间使用了薄膜蒸发器，在27英寸汞柱或更高的真空条件和450-600°F的温度操作。这些条件相应于约43600帕斯卡或更低的压力，约232-316℃的温度。这些方法得到的乳酸纯度不足。
比利时专利9400242的实施例1描述了实验室规模的乳酸短程蒸馏(所用的装置为实验室规模的装置，蒸发和浓缩表面积为0.06m2，生产量约0.04-5kg/h)。压力在5000-13000帕斯卡之间变化，膜的温度在100-125℃之间变化，流速在325-1150g/h之间变化。产率的变化为62-95％，在5000帕斯卡的压力、100℃的膜温度和1150g/h的流速得到最高产率。
                     发明内容
本发明的目的是消除现有技术方法的缺点。因此本发明涉及一种用于提纯有机酸的水溶液的方法，所述有机酸在大气压力下沸点低于450℃，优选α-羟基羧酸并特别是乳酸，以总溶液为基准计算，所述的溶液包括约275g羧酸盐离子/升或更低、优选250g羧酸盐离子/升或更低和优选低于1重量％、优选低于0.1重量％、特别是0.001-0.01重量％的离子杂质，对溶液进行两个或多个蒸馏步骤。该方法还可用于生产和提纯有机酸的环状二聚物，条件是二聚物的沸点低于450℃。有机酸优选α-羟基酸，特别是乳酸。这种方法的一个优点是在第一蒸馏步骤中，基于该第一蒸馏步骤的产物的重量计算，有机酸浓度提高至至少95重量％的有机酸，期间得到含水馏分，其含有少于1重量％的有机酸，从而不经进一步净化就可排放该含水馏分或将其再循环到该方法中。
根据本发明，水溶液在第一蒸馏步骤优选在减压下在80-150℃、特别是100-140℃和5000-25000帕斯卡、特别是6000-15000帕斯卡蒸馏。但是，如果压力低于5000帕斯卡，需要使用低于室温(25℃)的冷却水以冷凝释放的水蒸汽，水蒸汽不利于工艺的管理和工艺的经济性。
在第一蒸馏步骤中，水溶液通过膜蒸发器产生蒸汽相。该膜蒸发可使用一个或多个降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器实现。这类蒸发装置是现有技术中已知的，在例如Kirk-Othmer，Encyclopaedia of Chemical Technology，第四版，第9卷，第959-981页(1994)中描述。然后，蒸汽优选通过第一蒸馏塔，在其中在回流条件下分离成两个馏分。以这种方法，得到第一塔顶馏分，基于塔顶馏分的重量计算，其基本包括水并含有不大于1重量％、优选不大于0.1重量％的有机酸；并得到第一塔底馏分(产物)，基于塔底馏分的重量计算，其含有至少95重量％、优选99-99.9重量％的总有机酸(TOA)。本领域的技术人员很清楚理想的是第一塔底馏分含有总有机酸的最大可能的量。因此，第一塔底馏分可由100重量％的有机酸构成。本领域的技术人员还很清楚在第一蒸馏步骤可使用多个蒸馏塔。
总有机酸(TOA)含量是使用过量的碱水解分子间的酯键并用酸回滴定后的酸含量。因此总酸含量给出了单体酸(环状的和/或线型的)、二聚体酸、低聚酸和聚合酸的量。游离有机酸(FOA)含量通过用碱直接滴定确定，即，在分子间酯键水解前。单体有机酸(MOA)的含量在此定义为：
MOA＝TOA-2x(TOA-FOA)
条件是TOA-FOA＜10％。
用于第一步骤的第一蒸馏塔优选具有0.1-10的塔板数，优选1-10，特别是1-5。
第一蒸馏步骤的产物然后在第二蒸馏步骤蒸馏，形成含有至少99.5重量％的纯总有机酸的塔顶馏分和蒸馏残留物(塔底馏分)。在本发明的上下文中，在真空下的意思是1-5000帕斯卡的压力，更优选10-2000帕斯卡，特别是100-1000帕斯卡，尤其是200-1000帕斯卡。在该第二步骤，温度优选80-200℃，更优选100-200℃，特别是100-140℃，更特别地是110-140℃。第二蒸馏步骤优选在一个或多个短程蒸馏装置中进行，但特别是在一个或多个真空蒸馏装置中进行，其没有上文指出的喷溅缺点。
根据本发明的一个更优选的实施方案，在第二蒸馏步骤，来自第一蒸馏步骤的产物通过膜蒸发产生蒸汽相，然后蒸汽通过第二蒸馏塔，在回流条件下分离成两个馏分。在这个更优选的实施方案中，来自第一蒸馏步骤的产物(第一塔底馏分)优选通过使用一个或多个降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器产生蒸汽相。第二蒸馏塔优选有0.1-10的塔板数，更优选1-10，特别是1-5。这样，得到第二塔顶馏分(产物)，其基本上包括有机酸并含有至少99.5重量％的总有机酸。该第二蒸馏步骤的残留物(第二塔底馏分)基本上含有糖和其衍生的产物、一些单体有机酸、残留的有机酸的二聚物、三聚物和低聚物、有机酸的环状二聚物(因此，当有机酸是乳酸时，为交酯)和其它非挥发性的成分。本领域技术人员应明白在第二蒸馏步骤中可使用多个蒸馏塔。第二蒸馏步骤的这个更优选的实施方案优选在与上文所述相同的压力和温度进行，在此可使用一个或多个短程蒸馏装置。如果需要非常纯的有机酸，用这种更优选的实施方案得到的塔顶馏分可在如上所述的真空下蒸馏。
根据本发明，优选对来自第一蒸馏步骤的产物(第一塔底馏分)在进行第二蒸馏步骤前进行调理步骤(也称为“预闪蒸“)，在该预闪蒸步骤中的压力优选与第二蒸馏中所用的相同。但是，压力也可以更高，即，最大5000帕斯卡(可用于第一蒸馏步骤的最低压力)，优选最大2000帕斯卡，至少1000帕斯卡(可用于第二蒸馏步骤的最高压力)。该优选的实施方案的优点是在产物进行第二蒸馏步骤前除去了残留量的水和溶解的气体。例如，来自第一蒸馏步骤的产物可能含有例如96重量％的乳酸，使用预闪蒸可将乳酸的含量提高至例如99重量％，从而在第二蒸馏步骤能够得到纯乳酸并实现更稳定的操作。使用预闪蒸除去的水馏分通常含有10-50重量％、优选10-20重量％的总有机酸。
第二蒸馏步骤的残留物可再循环到该方法中、净化或在相同但较小规模的的方法中加工(这需要第二蒸馏部分)，但是优选首先进行解聚步骤，特别是因为残留物以总残留物为基础计算含有约1重量％的总有机酸、非挥发性的残余的酸的二聚物、低聚物和聚合物以及环化形式的二聚物(例如当酸是乳酸时，为交酯)和糖类。如果有机酸不含有可产生二聚、低聚或聚合的活性基团，诸如在有机酸是乙酸的情况下，该解聚步骤可以省略，这对于本领域技术人员是显而易见的。
解聚步骤优选通过在60-100℃在大气压力下加热混合物1-30、优选1-10小时进行，所述的混合物含有30-70重量％、优选40-60重量％的含水物流和70-30重量％、优选60-40重量％的第二蒸馏步骤的残留物，所述的含水物流优选含有80-100重量％的水。该含水物流优选取自第一蒸馏步骤和/或预闪蒸步骤。来自解聚步骤的产物优选再循环到第一蒸馏步骤、净化或在较小规模的另一个部分进行类似的蒸馏。
使用本发明的方法可例如得到乳酸，其在回流加热2小时后颜色不大于60APHA单位，优选不大于40APHA单位，特别是不大于5APHA单位。其他有机酸也可达到这些APHA值。
基于下述附图进一步详细说明本发明。
                   附图说明
附图1是根据本发明的方法的流程图。
附图2是降膜蒸发器的示意图。
附图3是刮板式薄膜蒸发器的示意图。
附图4是短程蒸发器的示意图。
附图5A和5B图示了根据本发明最优选实施方案的真空蒸馏装置。
附图6A-6D是第一蒸馏步骤的优选实施方案的流程图。
                   具体实施方式
附图1表示了根据本发明方法的一个优选的实施方案。在该实施方案中，物流[1]是在大气压力下沸点低于450℃的有机酸的水溶液，所述的物流[1]含有约275羧酸盐离子/升或更少，其进行第一蒸馏步骤，从而形成基本上含有有机酸的塔底馏分[2]和基本上含有水的塔顶馏分[3]。塔底馏分[2]优选进行“预闪蒸”从而形成塔顶馏分[4]和塔底馏分[5]，塔顶馏分[4]基本上含有水，塔底馏分[5]基本上含有有机酸。塔底馏分[5]然后进行第二蒸馏步骤，从而形成基本上或全部含有纯有机酸的塔顶馏分[6]和塔底馏分(残留物)[7]。该塔底馏分[7]优选进行解聚步骤，向其中提供了含水物流[10]，并且，如果适合，还有另外的水，所述的含水物流[10]优选由塔顶馏分[3]和[4]组成。排放解聚步骤的残留物物流[9]，解聚步骤的产物物流[11]进一步进行下述处理之一：
1、净化[12]，
2、如上所述在分离的蒸馏部分处理(因此，其也包括两个蒸馏步骤并优选还包括预闪蒸)，尽管其规模较小[13]，或
3、再循环到第一蒸馏步骤[14]。
本发明还涉及用于提纯在大气压力下沸点小于450℃的有机酸含水溶液的装置，以总溶液为基准计算，该含水溶液含有约275g羧酸盐离子/升或更少、优选250g羧酸盐离子/升或更少和优选少于1重量％的离子杂质，该装置包括第一蒸馏装置和第二蒸馏装置。
根据本发明的第一个优选的实施方案，第一蒸馏装置包括一个或多个膜蒸发装置，诸如降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器，以及一个或多个蒸馏塔，蒸馏塔具有0.1-10的塔板数，优选1-10，特别是1-5。第二蒸馏装置优选包括在真空下操作的装置(即，可在1-5000帕斯卡、更优选10-2000帕斯卡、特别是100-10000帕斯卡、更特别地是200-1000帕斯卡的压力操作的装置)，并且，该装置包括一个或多个短程蒸发器或真空蒸馏装置，优选真空蒸馏装置。
根据本发明的第二个但是更优选的实施方案，第一和第二蒸馏装置包括一个或多个膜蒸发装置和一个或多个蒸馏塔，在这种情况下，膜蒸发装置可以是降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器，并且在该情况下，蒸馏塔具有0.1-10的塔板数，优选1-10，特别是1-5。
附图2图解描述了降膜蒸发器(通常存在外部冷凝装置，但未表示出来)。这种类型的装置包括容器[20]，其中是加热器元件[21]，加热介质经入口和出口[22]和[23]通过其间。要蒸发的液体通过入口[24]进入蒸发器，塔顶馏分[25]含有最高挥发性的成分，塔底馏分[26]含有最低挥发性的成分。塔顶馏分经真空管线[27]排入外部冷凝装置。任何残留物可经出口[28]除去。降膜蒸发器的缺点是沿着加热元件留下的薄膜产生了所谓的“过热点”，结果是被提纯的产物变得过热，然后分解。在目前情况下，这类“过热点”可导致有机酸分解成热分解产物和有机酸的低聚物。这类蒸发器的其它缺点是，广泛存在于这类蒸发器中的显著温差无法实现最佳蒸馏结果，以及由于从加热元件表面向外部冷凝器流动的蒸汽导致的压力降使得这类蒸发器内的压力不能低于2000帕斯卡。
附图3图解描述了刮板式薄膜蒸发器。这类装置包括一个容器[30]和加热套[31]，热介质经入口和出口[32]和[33]通过其间。在容器中布置了搅拌器[34]，其与桨叶、刮板或刮刀一起提供，从而要蒸发的并经入口[35]进入的液体作为膜被分散在装置的加热套的壁上。挥发性最高的成分经真空管线[36]离开装置进入外部冷凝装置，挥发性最低的成分经出口[37]离开。刮板式薄膜蒸发器最明显的缺点是，由于从加热套表面流入外部冷凝装置的蒸汽的压力降导致操作压力窗口极小(只有数毫巴)。另一个缺点是内部温度下降，压力不得不减小，导致蒸汽体积的显著增加和高流阻。如果用设置在离开加热套的壁一短距离的内部冷凝装置代替外部冷凝装置，可克服后一个缺点，从而实际上得到了短程蒸发器。
附图4图解说明了短程蒸发器。这类蒸发器包括一个容器[40]、一个加热套[41]、一个滚子刮扫体系[42]和一个内部冷凝装置[43]，滚子刮扫体系通过外部马达驱动，用于提供被蒸发的液体的膜。加热介质经入口和出口[441]和[442]通过加热器壳层，同时用于冷凝装置的冷却水经入口和出口[451]和[452]通过。要蒸发的液体经入口[46]提供给蒸发器。挥发性最高的成分经真空管线[47]排出，产品经出口管线[48]排出。短程蒸发器的优点是特别有效的热传递以及避免了“过热点”、要提纯的产物在加热套的壁上短停留时间的蒸馏的连续操作以及可以是1000帕斯卡的工作压力。但是，短程蒸馏有缺点，在操作中发生被蒸馏产品对内部冷凝器的喷溅。
附图5A和5B表示根据本发明最优选实施方案的真空蒸馏装置。这些真空蒸馏装置包括一个容器[50，60]用于要蒸发的产品的膜蒸发，所述容器装有加热套[51，61]、进料入口管线[56，66]、残留物出口管线[57，67]和用于提供要蒸发的产物的膜的刮扫体系(未表示出)。蒸汽通入蒸馏塔[52，62]。蒸馏塔装配了填料[53，63]、冷凝装置[54，64]、真空管线[55，65]和任选的在填料上游的分布板(未表示出)。
蒸馏塔优选具有0.1-10的塔板数，更优选1-10，特别是1-5。容器[50，60]优选是降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器或薄膜蒸发器，例如附图2和3所示的。回流条件贯穿于蒸馏塔[52，62]，从而通过蒸馏带来最佳的分离。通过将来自产物管线[58，68]的产物经再循环管线[59，69]再循环到蒸馏塔实现该回流。来自蒸馏塔的塔底产物[57，67]在目前情况下含有有机酸和杂质，其优选再循环到装置中[50，60；未表示]。塔顶产物[581，581，68]含有基本上纯的有机酸。在根据附图5A的设备中，蒸汽分离为较不纯的产物(其经管线[582]离开蒸馏塔)和更纯的产品(其经管线[581]离开蒸馏塔)。
已经发现使用附图5A和5B所示的真空蒸馏装置代替短程蒸馏装置可更适于进行第二蒸馏步骤。
附图6A-6D表示第一蒸馏步骤优选的实施方案，其中6A表示最小限度的优选实施方案，6C和6D表示最优选的实施方案。正如上文所述，第一蒸馏步骤在蒸发要蒸发的产品的容器[71]——即，刮板式薄膜蒸发器、薄膜蒸发器或降膜蒸发器——和外部的冷却装置[72]中进行。原料经原料进入管线[73]进入蒸发器，塔底物质经塔底物质排放管线[75]离开蒸发器，被蒸发的产物经产物排放管线[76]离开蒸馏装置。如附图6B所示，部分液体产品可经管线[77]再循环到蒸发器以保持回流，如本领域技术人员所知，这可以提高分离。附图6C中，原料经管线[73]引入蒸馏塔，所述的蒸馏塔经管线[74]开放连接到蒸发器[71]。由于回流条件贯穿于蒸馏塔和蒸发器(经管线[80]离开蒸馏塔的部分或全部塔底产物经管线[79]再循环到蒸馏器)，在联合的蒸发器/蒸馏塔中建立分离。在附图6D中表示了附图6C结构的改进，其中最重要的改进是原料被引入蒸发器而不是蒸馏塔。
根据本发明，在大气压力下沸点低于450℃的有机酸的水溶液因此优选用下述方法提纯：
(A)第一蒸馏步骤，其中使用了一个或多个降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器，
(B)“预闪蒸”，
(C)第二蒸馏装置，其中使用了一个或多个短程装置和/或真空蒸馏装置，和
(D)解聚步骤(如果有机酸可以二聚、低聚和/或聚合)。
更优选根据本发明将有机酸水溶液以下述方法提纯(本发明的最佳方式)：
(A)第一蒸馏步骤，其中使用了一个或多个降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器和一个或多个蒸馏塔，
(B)“预闪蒸”，
(C)第二蒸馏装置，其中使用了一个或多个短程蒸馏装置和/或真空蒸馏装置，和
(D)解聚步骤(如果有机酸可以二聚、低聚和/或聚合)。
尤其是根据本发明对乳酸的水溶液以下述方法提纯：
(A)第一蒸馏步骤，其中使用了一个或多个降膜蒸发器、刮板式薄膜蒸发器和/或薄膜蒸发器和一个或多个蒸馏塔，
(B)“预闪蒸”，
(C)第二蒸馏装置，其中使用了一个或多个真空蒸馏装置，和
(D)解聚步骤(如果有机酸可以二聚、低聚和/或聚合)。
                    实施例
本方法基于ASTM D 5386-93。用一系列标准APHA溶液目视确定乳酸的颜色。或者，可用分光光度法确定。
标准溶液制备如下。将1.245g K2PtCl6和1.000g CoCl2·6H2O溶于纯水中。然后加入100ml 37％HCl，得到的溶液通过加入纯水稀释至1000ml。该原液(500 APHA单位)必须符合下述条件：
  波长(nm)     吸收
  430     0.110-0.120
  455     0.130-0.145
  480     0.105-0.120
  510     0.055-0.065
然后，在100ml量瓶中用移液管移入1.0-60.0ml原液标准溶液制备间隔为5APHA的5-300APHA标准溶液。随后，量瓶用纯水加至100ml。当必须制备新溶液时，必须使用相同的量瓶制备相同的溶液。
在目视法中，在光源上方用100ml比色管确定乳酸样品的颜色，在此使用标准APHA溶液作为参照。在分光光度法中，首先确定基线，然后校准。然后测定乳酸样品的吸收，根据校准表确定APHA值。
喷溅的影响
分析取自根据本发明装配了短程蒸发器(SPE)或真空蒸馏装置(VDU)的工业设备的样品的颜色。不但测定纯样品的颜色，而且测定样品回流约2小时后的颜色，。结果如表I所示。
                    表I
       分离     颜色(APHA)
  馏出物   残留物   未加热   加热后
VDU   80   20   20   34
SPE   75   25   40   60
数据表明，在大部分完全相同的操作条件下，从颜色方面看，VDU得到了比SPE更好的产品质量。
进一步分析样品和原料的Ca2+含量。Ca2-用作确定喷溅的参数，因为其在根据本发明方法的条件下不蒸发。喷溅系数根据下式计算：
％喷溅＝{[Ca2+]馏出物/[Ca2+]原料}×100×0.75
其中数字0.75表示分离。数据如表II所示。这些数据表明避免喷溅(通过使用VDU代替SPE)对产品质量有非常有利的影响。
                                       表II
                VDU(有90/10的分离)          SPE(有75/25的分离)
  [Ca2+]原料(ppm)     [Ca2+]馏出物(ppm)     ％喷溅 [Ca2+]原料(ppm)   [Ca2+]馏出物(ppm)   ％喷测
  2180     -(a)     0.00 2749   36   0.98
  1730     -(a)     0.00
  2440     -(a)     0.00
  5900     -(a)     0.00
  6172     -(a)     0.00
  6370     0.20     0.00
  3236     -(a)     0.00
  3840     -(a)     0.00
  14570     0.38     0.00
  6245     -(a)     0.00
  6532     -(a)     0.00
  23720     -(a)     0.00
  6402     -(a)     0.00
  5195     -(a)     0.00
  5510      -(a)     0.00
    0.00(av.)
(a)量低于检测限0.03ppm。

Claims (28)

1、一种用于提纯有机酸水溶液的方法，所述有机酸在大气压力下沸点低于450℃，以总溶液为基准计算，所述的溶液包含275g羧酸盐离子/升或更低，对溶液进行包括第一蒸馏步骤和第二蒸馏步骤的两个或多个蒸馏步骤，其中在第一蒸馏步骤，溶液借助膜蒸发形成蒸汽相，蒸汽通入第一蒸馏塔。
2、根据权利要求1的方法，其中以总溶液为基准计算，水溶液含有低于1重量％的离子杂质。
3、根据权利要求1或2的方法，其中有机酸是α-羟基酸。
4、根据权利要求3的方法，其中酸是乳酸。
5、根据权利要求1的方法，其中第一蒸馏步骤在80-150℃的温度和5000-25000帕斯卡的压力下进行。
6、根据权利要求5的方法，其中温度为100-140℃，压力为6000-15000帕斯卡。
7、根据权利要求1的方法，其中膜蒸发选自刮板式薄膜蒸发、薄膜蒸发和降膜蒸发。
8、根据权利要求1的方法，其中第一蒸馏塔具有0.1-10的塔板数。
9、根据权利要求1的方法，其中基于塔底馏分的重量计算，第一蒸馏步骤的塔底馏分含至少95重量％的总有机酸。
10、根据权利要求1的方法，其中第二蒸馏步骤在80-200℃的温度和1-5000帕斯卡的压力下进行。
11、根据权利要求10的方法，其中温度为100-200℃，压力为10-2000帕斯卡。
12、根据权利要求1的方法，其中第二蒸馏在一个或多个短程蒸馏蒸发器和/或真空蒸馏装置中进行。
13、根据权利要求12的方法，其中第二蒸馏在一个或多个真空蒸馏装置中进行。
14、根据权利要求1的方法，其中在第二蒸馏步骤中将来自第一蒸馏步骤的产物通过膜蒸发形成蒸汽相，蒸汽通入第二蒸馏塔。
15、根据权利要求14的方法，其中膜蒸发选自刮板式薄膜蒸发、薄膜蒸发和降膜蒸发。
16、根据权利要求14或15的方法，其中第二蒸馏塔具有0.1-10的塔板数。
17、根据权利要求1或14的方法，其中对来自第一蒸馏步骤的产物进行预闪蒸。
18、根据权利要求14的方法，其中对第二蒸馏步骤的残留物进行解聚步骤。
19、根据权利要求18的方法，其中将30-70重量％的含水物流和70-30重量％的基于残留物重量计算的来自第二蒸馏步骤的残留物彼此混合，将混合物在60-100℃在大气压力下加热1-30小时，基于含水物流的重量计算，含水物流含有80-100重量％的水。
20、根据权利要求18或19的方法，其中从解聚步骤得到的产物被净化、传输到第二蒸馏步骤或返回到第一蒸馏步骤。
21、根据权利要求1的方法，其中方法连续进行。
22、用于提纯有机酸水溶液的装置，所述有机酸在大气压力下的沸点低于450℃，以总溶液为基准计算，所述的溶液包含275g羧酸盐离子/升或更低，该装置包括第一蒸馏装置和第二蒸馏装置，所述第一蒸馏装置包括膜蒸发装置和蒸馏塔。
23、根据权利要求22的装置，其中膜蒸发装置选自刮板式薄膜蒸发器、薄膜蒸发器和降膜蒸发器。
24、根据权利要求22的装置，其中蒸馏塔具有0.1-10的塔板数。
25、根据权利要求22的装置，其包括一个预闪蒸装置。
26、根据权利要求22的装置，其包括一个解聚装置。
27、生产大气压力下沸点低于450℃的有机酸环状二聚物的方法，其中采用权利要求1-21任一项所述的方法对产物进行提纯。
28、根据权利要求27的方法，其中环状二聚物是交酯。
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