分离芳族醛的方法 技术领域 本发明的主题涉及从还包含焦油的混合物中分离芳族醛的方法。
更特别地， 本发明涉及分离羟基 - 和 / 或烷氧基 - 芳族醛。
本发明更特别地针对由制备和纯化香草醛 (4- 羟基 -3- 甲氧基苯甲醛 ) 和乙基香 草醛 (3- 乙氧基 -4- 羟基苯甲醛 ) 的方法获得的焦油的处理。
背景技术
羟基 - 和 / 或烷氧基芳族醛是在诸如农业化学、 制药学、 化妆品和其它工业的众所 领域中首先被用作香料和芳香剂并且然后被用作中间产物的非常重要的产品。
尤其是， 香草醛和乙基香草醛是主要意图用于食品的产品。因而重要的是在市场 上提供具有高化学纯度和良好的味觉品质的产品。
因而， 用于合成它们的方法需要进行彻底的分离和纯化操作。
对于芳族醛的合成已经提出了各种方法。 最重要的方法基于起始酚类化合物的官能化， 所述起始酚类化合物例如是苯酚、 ( 或者 2- 甲氧基苯酚 ) 和 guétol( 或者 2- 乙儿茶酚、 儿茶酚衍生物、 愈创木酚氧基苯酚 )。
通常， 在这种类型的方法中， 酚类化合物是盐化的形式， 例如为钠盐的形式 ： 甲酰 基基团按照各种方法被添加到相对于苯环上存在的羟基基团的对位上。
在 EP-A-0773919 中已经提出用于尤其制备香草醛的方法， 所述方法在于使甲醛 与愈创木酚在氢氧化钠的存在下反应， 得到包含邻羟基甲基愈创木酚 (OMG)、 对羟基甲基愈 创木酚 (PMG)、 4， 6- 二 ( 羟基甲基 ) 愈创木酚 (DMG) 的混合物， 然后在钯催化剂和铋催化剂 的存在下用氧来氧化所述混合物， 然后在包含其的氧化产物中去除位于邻位的羧基基团， 因而使得能够以良好的反应收率获得香草醛。
此外存在完全不同的获取香草醛的途径， 其在于使愈创木酚和乙醛酸在碱性介质 中反应， 得到 4- 羟基 -3- 甲氧基扁桃酸， 然后氧化所获得的缩合物。
在氧化反应结束时， 获得香草醛的前体， 即羟基基团是盐化的形式， 优选为钠盐的 形式 ； 也为盐化的形式的过量愈创木酚以及各种杂质。
在随后步骤中， 通过使用强酸如硫酸进行的酸化来释放在反应介质中存在的愈创 木酚和香草醛。
为了从粗反应混合物中分离香草醛， 一种已知的方法在于使用有机溶剂萃取它。
为了从萃取溶剂中分离出香草醛， 进行所述混合物的蒸馏， 从而使得能够在蒸馏 顶部获得萃取溶剂 ( 其是混合物中最挥发性的化合物 )， 并且在蒸馏底部获得 “粗香草醛” ， 即基本上包含香草醛并结合有被称作 “焦油” 的重杂质和少量轻杂质的混合物。
问题因而在于根据一种方法回收在焦油中存在的贵重产物即芳族醛， 该方法既尊 重待分离产品的完整性， 同时又是在工业设备中易于实施且经济的， 尤其是在连续运行的 那些设备中。发明内容 本发明涉及用于从包含芳族醛、 轻和重杂质、 焦油的混合物中分离和回收芳族醛 的方法， 其特征在于将包含所述混合物的液体物流 (flux) 引入到蒸发器中， 蒸发所述混合 物以使得分离一方面是包含在所选蒸发温度和压力下可蒸发的重杂质、 轻杂质、 芳族醛的 气体物流并且另一方面是基本上包含焦油的液体物流， 并且从经分离的气体物流中回收芳 族醛。
根据本发明方法的一种变化形式， 基本上包含所获得的芳族醛的经分离的气体物 流以气态或者在冷凝之后被再循环到这个分离步骤上游的步骤中。
在一种优选实施方式中， 本发明涉及从包含芳族醛、 轻和重杂质和焦油的混合物 中分离和回收芳族醛的方法， 其特征在于对要被引入到蒸发器中的物流进行预先浓缩。
因而在这个分离步骤之前通过蒸馏进行焦油和重杂质的浓缩， 使得能够在蒸馏顶 部回收芳族醛和轻杂质， 而在蒸馏底部回收焦油和重杂质。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 基本上包含所获得的芳族醛的经分离的气 体物流以气态或者在冷凝之后被再循环到浓缩步骤。
在本文中， 术语 “轻杂质” 意指在所考虑的温度和压力条件下其相对挥发度高于芳 族醛挥发度的化合物。
轻杂质是起始酚类化合物如愈创木酚、 guétol ； 芳族醛的可能的异构体， 如邻香草 醛和邻乙基香草醛 ； 痕量的萃取溶剂和起始反应物和溶剂中可能存在的杂质。
术语 “重化合物 (lourds)” 和 “重杂质” 意指在所考虑的温度和压力条件下其相对 挥发度低于芳族醛挥发度的化合物。
“重化合物” 基本上指由之前的反应步骤产生的焦油以及较少量的该方法的重杂 质， 如由甲酰基基团氧化得到羧基基团而导致的那些。
起始混合物通常包含 55％ -94％重量的芳族醛、 6％ -45％重量的轻和重杂质、 焦 油。
该混合物的组成是示意性给出的， 并且本发明方法还适合于更富含芳族醛 ( 例如 大于 99％重量芳族醛的含量 ) 或者更富含杂质 ( 例如大于 60％重量的含量 ) 的混合物。
通常， 离开萃取溶剂蒸馏的粗香草醛包含 55％ -94％重量的香草醛， 其中包含占 香草醛重量的 1％ -10％重量的轻杂质以及比例为 5％ -60％重量的重化合物。
本发明方法非常特别地适合于香草醛和乙基香草醛， 但其也适合于其它芳族醛。
术语 “芳族醛” 意指取代或未取代的苯甲醛类型的化合物， 即更特别地， 包含至少 一个甲酰基基团的苯核。
其更特别地对应于下式 ：
在所述式中 ：
-R 表示氢原子或者烷基基团，
-R1 基团， 相同或不同， 表示氢原子、 羟基基团、 烷基或烷氧基基团，
-n 是 0-4 的数。
在本发明的上下文中， 术语 “烷基” 意指包含 1-12 个碳原子， 优选包含 1-4 个碳原 子的线性或支化烃链。烷基基团的优选实例是甲基、 乙基、 丙基、 异丙基。
术语 “烷氧基” 意指烷基 -O- 基团， 其中术语烷基具有以上给出的含义。烷氧基基 团的优选实例是甲氧基或乙氧基基团。
在本发明的方法中优选使用的芳族醛对应于式 (I)， 其中 R 表示氢原子或者甲基 或乙基并且 R1 表示氢原子或者甲氧基或乙氧基。
在式 (I) 中， n 优选等于 1 或 2。
作为芳族醛的更具体的实例， 可以尤其提及 ：
- 香草醛，
- 乙基香草醛 (3- 乙氧基 -4- 羟基苯甲醛 )，
- 异香草醛 (4- 甲氧基 -3- 羟基苯甲醛 )，
- 邻香草醛 (3- 甲氧基 -2- 羟基苯甲醛 )，
- 原儿茶醛 (aldéhyde protocatéchique)，
- 丁香醛 (3， 5- 二甲氧基 -4- 羟基苯甲醛 )，
- 藜芦醛 (3， 4- 二甲氧基苯甲醛 )，
- 对羟基苯甲醛。
本发明的方法应用于包含至少一种芳族醛和各种杂质的反应介质， 所述醛在引入 甲酰基基团之后利用有机溶剂进行萃取。
因而在反应结束时， 利用有机溶剂或者有机溶剂混合物萃取芳族醛。
使用相对于芳族醛为惰性的有机溶剂。
作为可以使用的溶剂， 尤其可以提及脂族、 脂环族、 芳族的烃， 其是卤化或者非卤 化的 ； 醇； 酮和腈。
作为脂族、 脂环族或者芳族的烃， 更特别地提及庚烷、 环己烷、 甲基环己烷、 苯、 甲 苯； 作为卤化的脂族、 脂环族或者芳族烃， 可以更特别地提及二氯甲烷、 三氯甲烷、 二氯乙 烷、 氯苯、 二氯苯 ； 作为醇， 可以更特别地提及甲醇、 乙醇、 丙醇、 异丙醇、 丁醇 ； 作为酮， 可以 更特别地提及丙酮、 甲基乙基酮、 甲基异丁基酮、 二异丁基酮 ； 作为腈， 可以提及乙腈。
可以使用所述溶剂的混合物。
萃取操作在取决于溶剂性质的温度下进行。
该温度有利地选择为 0℃ -90℃， 优选 20℃ -80℃。
为了分离出芳族醛， 通过蒸馏操作首先去除萃取溶剂。
在贯穿于本发明的方法中， 物流通常借助于具有载热流体或水蒸汽循环的夹套 (double enveloppe) 系统保持温度。
如上所提及的， 在反应介质中存在的芳族醛使用有机溶剂萃取， 所述有机溶剂的 实例如上提及。
在萃取操作结束时， 获得包含溶解于萃取溶剂中的芳族醛的液体物流 (F1)。它 更通常地包含浓度为 5 ％ -70 ％重量的芳族醛， 20 ％ -94.8 ％重量的有机溶剂以及浓度为 0.2％ -10％重量的各种轻杂质和重化合物。
液体物流 (F1) 更优选包含 10％ -60％重量的芳族醛， 35％ -89％重量的有机溶剂 和 1％ -5％重量的各种轻杂质和重化合物。
第一个步骤因而在于通过导致芳族醛分离的蒸馏操作进行芳族醛和萃取溶剂的 分离。
更特别地， 该蒸馏被设计为使得获得 ：
- 在蒸馏底部的液体相 (F5)， 其包含芳族醛， 伴有各种轻杂质和重化合物，
- 在蒸馏顶部的气体相 (F2)， 包含萃取溶剂以及低浓度的芳族醛， 以使得所述溶剂 能够再循环。 术语 “低浓度” 意指在有机溶剂中优选至多 100ppm(0.01％重量 ) 的芳族醛浓度。
蒸馏步骤在取决于萃取溶剂的温度和压力下进行。
通常， 其在蒸馏底部例如对于香草醛来说为 150℃ -190℃， 优选 160℃ -180℃。
该蒸馏优选在塔顶建立的减压下进行。
在蒸馏底部定义的减压通常为 20-100mmHg， 优选 20-40mmHg。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 这个操作在惰性气体气氛下， 优选在氮气 气氛下进行。
该蒸馏操作在传统蒸馏装置中进行， 例如一个或多个串联的蒸馏塔中。
这个蒸馏步骤的目的在于在底部获得无有机溶剂的芳族醛 (F5)。
本领域技术人员完全能够根据要进行的分离选择要使用的措施。
下面将简单回顾以下内容。蒸馏塔的尺寸 ( 特别是直径 ) 取决于循环物流并且取 决于内部压力。其尺寸的确定因而将主要依据要处理的混合物的流量。由理论级数表示的 内部参数尤其通过起始化合物的纯度以及在蒸馏顶部和底部必须要获得的产品的纯度来 决定。
要指出的是， 所述塔可以无差别地用板或者有序或织造填充物进行填充， 正如本 领域技术人员所完全知道的那样。
确定了设备， 本领域技术人员调节塔的运行参数。
因而， 蒸馏塔可有利地但非限制性的是具有下述规格的塔 ：
- 理论级数 ： 1-20， 优选 2-10，
-0.05-15， 优选 0.1-3 的回流率 R。
回流率被定义为从塔顶向塔内部再注入的物质的流量与在塔顶出口处实际离开 的流量的比率。
为了进行蒸馏， 塔底的热量提供可尤其借助于利用蒸汽或利用载热流体加热的管
/ 壳换热器， 借助于供应有蒸汽或载热流体的加热盘管或者通过其它任何等效装置来进行。
一种优选的实施方式在于通过获取在回路中流通的在底部的物流 (F6) 而在换热 器中加热蒸馏底部的混合物。更特别地， 物流 (F5) 在蒸馏底部离开并且级分 (F6) 从底部向 上经过换热器并且在离开换热器时被横向引入到蒸馏塔的下部。
另一种实施方式在于通过泵在换热器中进行物流 (F5) 的强制流通。
在塔顶处的气体物流 (F2) 主要包含有机溶剂和优选至多 100ppm 浓度的芳族醛， 其被冷凝以回收液体物流， 所述液体物流的级分 (F3) 在塔顶被横向引入以确保在塔中的回 流并且其另一级分 (F4) 可被再循环到萃取步骤。
通过浓缩从物流 (F2) 回收有机溶剂。
通过使物流 (F2) 经过一个或多种冷凝器， 优选经过一个， 通过将物流 (F2) 的温度 降低至例如 15℃ -30℃进行冷却， 气体相 (F2) 被冷却并且被转化为液体形式。
这个操作通过在冷凝器中经过来进行， 所述冷凝器是传统装置， 例如供应有水或 流体 ( 通常为油， 醇如二醇， 或者水 / 二醇混合物， 盐水 ) 或水的管式换热器， 所述水或流体 在冷凝器出口处保持在接近所选冷却温度的温度。
冷凝器的数目根据在冷凝器中流通的冷却液体的冷却能力进行选择。
在串联冷凝器的情况下， 在第一冷凝器的出口处的气体相被引入到第二冷凝器中。 在该一个或多个冷凝器的底部以液体形式回收有机溶剂。
在蒸馏底部回收物流 (F5)， 即 “粗芳族醛” ， 其是基本上包含与重化合物、 重杂质和 “焦油” 和轻杂质结合在一起的芳族醛。
作为示例指出的是， 物流 (F5) 包含 89％ -98.5％重量的芳族醛、 1％ -5％重量的轻 杂质和比例为 0.5％ -6％重量的重化合物。
如上所述， 一个级分 (F6) 被再循环到蒸馏塔上， 而另一级分 (F7) 进行后续操作， 尤 其是浓缩操作。
根据本发明方法的一种优选实施方式， 已经发现， 只要在通过蒸发分离的步骤之 前进行要处理混合物的浓缩步骤， 则所获得的芳族醛具有更好的质量。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 物流 (F7) 被浓缩以提高被发送到蒸发器中 的物流中的重化合物的浓度。
物流 (F7) 根据蒸馏操作进行浓缩。
更特别地， 该蒸馏被设计为使得获得 ：
- 在蒸馏底部 (F11)， 芳族醛， 伴有重化合物，
- 在蒸馏顶部的气体相 (F8)， 基本上包含芳族醛， 小于 100ppm(0.01％重量 )， 优选 小于 50ppm(0.005％重量 ) 的轻杂质和重杂质。
该蒸馏步骤在 160℃ -190℃， 优选 165℃ -185℃的蒸馏底部温度下进行。
该蒸馏优选在塔顶建立的减压下进行。在蒸馏底部定义的减压通常为 1-25mmHg， 优选 2-15mmHg。
根据本发明的一种优选变化形式， 此蒸馏操作在惰性气氛下， 优选在氮气气氛下 进行。
该蒸馏操作在传统蒸馏装置中进行。
这个步骤的目的在于在底部获得液体物流 (F11)， 其基本上包含芳族醛还有重杂质 和焦油。
因而， 蒸馏塔可有利地但非限制性的是具有下述规格的塔 ：
- 理论级数 ： 1-30， 优选 6-15，
-0.05-15， 优选 0.1-5 的回流率 R。
为了进行蒸馏， 塔底的热量提供可尤其借助于利用蒸汽或利用载热流体加热的管 / 壳换热器， 借助于供应有蒸汽或载热流体的加热盘管或者通过其它任何等效装置来进行。
一种优选的实施方式在于通过获取在回路中流通的在底部的物流 (F12) 而在换热 器中加热蒸馏底部的混合物。更特别地， 物流 (F11) 在蒸馏底部离开并且级分 (F12) 从底部 向上经过换热器并且在离开换热器时被横向引入到蒸馏塔的下部。
另一种实施方式在于通过泵在换热器中进行物流 (F11) 的强制流通。
主要包含芳族醛和轻杂质的在塔顶处的气体物流 (F8) 被冷凝以回收液体物流， 所 述液体物流的一个级分 (F9) 在塔顶被横向引入以确保在塔中的回流， 并且另一级分 (F10) 可在芳族醛纯化的后续步骤中被处理。
在蒸馏顶部， 通过冷凝可从物流 (F8) 回收基本上包含芳族醛的物流。
通过使气体相 (F8) 经过一个或多个冷凝器， 优选经过一个， 通过将其温度降低至 例如 15℃ -30℃进行冷却， 气体相 (F8) 被冷却并且被转化为液体形式。
这个操作通过在冷凝器中经过来进行， 所述冷凝器是传统装置， 例如供应有载热 流体 ( 通常为油 ) 的管式换热器， 所述载热流体保持在接近所选冷却温度的温度。
冷凝器的数目根据在冷凝器中流通的冷却液体的冷却能力进行选择。
在串联冷凝器的情况下， 在第一冷凝器的出口处的气体相被引入到第二冷凝器 中。
在该一个或多个冷凝器的出口处回收芳族醛 (F10)。
在蒸馏底部回收物流 (F11)， 即富含重杂质和焦油的混合物， 基本上包含与重杂质 和焦油结合在一起的芳族醛。
在这个物流中芳族醛的浓度最通常地为 10％ -60％重量， 并且重化合物的浓度为 40％ -90％重量。
如上所述， 级分 (F12) 被再循环到蒸馏塔， 并且另一级分 (F13) 进行使得能够回收在 重化合物中存在的芳族醛的操作。
根据本发明的方法， 从与包含芳族醛和重化合物的物流 (F11) 具有相同组成的混 合物 (F13) 中分离和回收芳族醛， 其特征在于液体物流 (F13) 被引入到蒸发器中， 蒸发所述混 合物以使得回收一方面是包含在所选蒸发温度和压力下可蒸发的重杂质、 芳族醛的气体物 流 (F14) 并且另一方面是基本上包含重杂质和焦油的液体物流 (F15)， 并且从经分离的气体 物流 (F14) 中回收芳族醛。
在根据本发明方法的一种变化形式中， 所获得的气体物流 (F14) 以气态或者在冷 凝之后被再循环到该分离步骤上游的步骤中。
在本发明方法的优选变化形式中， 分离的气体物流 (F14) 以气态或者在冷凝之后 被再循环到浓缩步骤
方法参数根据在本发明方法中使用的蒸发器而变化。可以选择各种类型的蒸发器， 因而导致多种的方法变化形式。
多种类型的蒸发器适合于实施本发明的方法， 尤其是流动膜 (filmruisselant) 或降膜 (film tombant) 蒸发器、 刮板式薄膜 (film ) 蒸发器、 具有内部冷凝器的短程 (court trajet) 蒸发器、 卧式刮板式 ( ) 蒸发器或者这些装置的任何变化形式。
根据本发明方法的一种优选实施方式， 该分离在惰性气氛下， 优选在氮气气氛下 保持的蒸发器中进行。
因而， 根据本发明方法的第一种变化形式， 该分离在降膜或流动膜蒸发器中进行。
术语 “降膜蒸发器 ( 也称作流动膜蒸发器 )” 意指由包含竖管束的通常圆柱形的室 构成的装置 ； 所述管进行外部加热， 例如通过在所述室中的蒸汽的流通来进行。
包含芳族醛、 重杂质和焦油的混合物 (F13) 经上部供应并且遇到分配系统， 例如具 有溢流口 (déversoir) 的分配系统， 使得能够在管的顶部良好地分布液体， 以构成薄厚度 的液体膜， 通常小于 1mm， 优选为 0.3-0.5mm。
所述混合物借助于重力沿着管的内表面流动并且可蒸发级分 ( 其中包括芳族醛 ) 在它们沿着管缓慢行进时被蒸发， 并且到达管底部的基本上是重化合物的液体相则与可蒸 发级分分离。 混合物 (F13) 被引入到降膜蒸发器中， 从顶部向底部经过其， 并且在离开时经过分 离室， 所述分离室分离液体和气体两个物流。该分离器可以是圆柱形装置， 不包含内部材 料， 即不包含板也不包含填充物。
在分离室顶部回收基本上包含可蒸发重杂质和芳族醛的气体物流 (F14) 并且在分 离室底部回收基本上包含重化合物、 重杂质和焦油的液体物流 (F15)。
根据本发明方法的优选变化形式， 气体物流 (F14) 在这个通过蒸发分离的步骤的 上游被再循环， 并且更特别地被再循环到浓缩步骤。
通常， 这个物流被横向引入到浓缩塔上 ： 这个物流可任选地被冷凝以便以液体形 式通过泵被引入。
在气体物流 (F14) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 20％ -75％重量， 优选 25％ -60％ 重量。
液体物流 (F15) 因而与气体物流 (F14) 分离， 并且物流 (F15) 的级分 (F16) 被再循环 到蒸发器进料 (alimentation)， 并且另一个物流 (F17) 被去除， 并且可随后再利用。
在 出 口 液 体 物 流 (F15) 中， 芳 族 醛 的 浓 度 最 通 常 地 是 1 ％ -20 ％ 重 量， 优选 1％ -10％重量。
根据本发明方法的一种变化形式， 重化合物 (F16) 的级分被再循环或者再流通以 在所述管的整个高度上保持没有干燥区的液体膜， 由此提高了分离和回收收率。
包含焦油的经分离的液体物流通常以 50％ -75％的再循环率进行再循环。
在具有物流 (F16) 的再循环的蒸发器的运行模式中， 进料 (F18) 则由物流 (F13) 和 (F16) 的混合物构成。
在液体物流 (F16) 再循环的情况下， (F16)/(F13) 再循环质量比为 1 至 10。
在蒸发器中的停留时间短 ： 它们为 30 秒至 10 分钟。
将芳族醛与重化合物分离的步骤在蒸发器中进行， 这通过蒸发芳族醛和所存在的 可蒸发重杂质来进行。
由 气 体 物 流 和 进 料 物 流 之 间 的 重 量 比 率 表 示 的 蒸 发 率 为 5-75 ％ 重 量， 优选 5-50％重量。
蒸发温度 ( 在膜中的平均温度 ) 为 170℃ -200℃， 在蒸发器的顶部和底部之间的 温度梯度为 10℃至 20℃并且在蒸发器的顶部建立的压力为 1-20mmHg。
通过在蒸发器顶部连接的真空线路在装置上建立减压。
在这种通过蒸发分离的步骤中， 在重化合物中存在的芳族醛的回收收率为大约 80％ -90％， 以蒸发的芳族醛 (F14) 与在进料物流 (F13) 中所含的芳族醛的重量比表示。
本发明还涉及用于实施本发明方法的装置 (appareillage)。
这种设备包括用于浓缩重化合物的蒸馏塔和用于从还包含焦油的混合物中分离 和回收芳族醛的降膜蒸发器。
在一种实施方式中， 它还包括至少一个用于蒸馏萃取溶剂的塔。 附图说明 通过阅读附于本申请的图 1 的描述将更清楚地理解本发明。
图 1 是用于实施本发明方法的优选装置的示意图， 包括用于蒸馏萃取溶剂的塔 1、 用于浓缩重化合物的蒸馏塔 2 以及与这个塔相连的降膜蒸发器 3。
在图 1 中， 来自于萃取步骤并且包含反应产物 ( 其中包括重化合物 ) 的物流 (F1) 被引入到蒸馏塔 1 中， 使得通过蒸馏能够将萃取溶剂和芳族醛分离。
在蒸馏塔 1 的顶部， 在冷凝器 5 上蒸气物流 (F2) 的冷凝之后， 萃取溶剂物流 (F4) 被 回收并且可被再循环到萃取步骤 ； 一部分的冷凝的物流 (F3) 被横向地送回到塔 1 的顶部， 并且构成塔 1 的回流。
气体物流 (F2) 通过使其经过一个或多个冷凝器 5， 优选一个， 通过将其温度降低至 例如 15℃ -30℃而被冷却。
在蒸馏塔 1 的底部， 总物流 (F5) 通过在换热器 6 上经过而主要被再循环到塔底部 ； 物流 (F7) 将供应用于浓缩重化合物的塔 2。
在塔 2 的顶部， 在冷凝器 7 上蒸气物流 (F8) 的冷凝之后， 芳族醛和轻杂质的物流 (F10) 被回收 ； 一部分的冷凝的物流 (F9) 被横向地送回到塔 2 的顶部， 并且构成塔 2 的回流。
物流 (F10) 供应用于芳族醛的最终纯化的装置。
气体物流 (F8) 通过使其经过一个或多个冷凝器 7， 优选一个， 通过将其温度降低至 例如 15℃ -30℃而被冷却。
在蒸馏塔 2 的底部， 总物流 (F11) 通过在换热器 8 上经过而主要被再循环 (F12) 到 塔底部 ； 物流 (F13) 将供应降膜蒸发器 3。
物流 (F13) 被引入到蒸发器 3 的上部。
离开蒸发器 3 的物流经过用于将液体物流 (F15) 和气体物流 (F14) 分离的分离室 4。
离开分离室 4 的气体物流 (F14) 被横向地送回到浓缩塔 2， 优选在塔的底部。
根据本发明方法的一种变化形式， 可以在冷凝器中经过之后通过泵以液体的形式 将物流 (F14) 送回到塔中。所述泵和冷凝器未在图 1 中示出。
源于分离室 4 的液体物流 (F15) 的一部分， 即物流 (F16)， 被再循环到蒸发器 3 的进 料中， 并且与进料物流 (F13) 一起构成蒸发器 3 的总进料物流 (F18)。
除去芳族醛的该液体物流的另一部分 (F17) 基本上包含焦油和重杂质 ； 这个物流 被除去并且可随后再利用。
因而， 根据本发明方法的第二种变化形式， 该分离在刮板式薄膜蒸发器中进行。
术语 “刮板式薄膜蒸发器” 意指由具有外部夹套的通常为圆柱形或圆柱 - 圆锥形 (cylindro-conique) 的室构成的装置， 所述外部夹套配备有入口和出口， 以确保使得能够 加热所述室的载热流体的流通。
在这种类型的装置中， 通过使用如下指出的机械装置的涂覆 (plaquage) 在所述 室的内壁上形成膜。
所述室在其中心配备有轴向转子， 在该轴向转子上安装有允许在所述壁上形成膜 的机械装置。 所述转子可以是配备有固定叶片 (pale) 的转子 ： 具有在转子的整个高度上分 配的三个或四个由柔性或刚性材料制成的叶片的叶形转子 (rotors lobés)， 或者配备有移 动叶片、 小浆叶 (palettes)、 刮板刷 (balais racleurs)、 导向滑片 (frotteurs guidés) 的 转子。在这种情况下， 转子由接合在枢轴 (pivot) 上的一系列小浆叶构成， 所述枢轴借助于 径向支撑物安装到轴 (arbre) 或轴 (axe) 上。其它转子配备有安装在副轴上的移动辊， 并 且所述辊通过离心作用贴靠到所述壁上。 取决于装置的尺寸的转子的转速可以容易地由本领域技术人员确定。 作为示例可 以指出， 圆周速度可以是对于具有移动叶片的转子的 0.3-3m/s ； 对于具有固体叶片的转子 的 5-15m/s。
各种运动物体 (mobiles) 可以由各种材料制成， 金属如钢、 合金钢 ( 不锈钢 )、 铝， 或者聚合物材料如聚四氟乙烯 PTFE 或者玻璃质材料 ( 搪瓷 ) ； 涂覆有聚合物材料的金属。
包含芳族醛、 重杂质和焦油的混合物 (F13) 经上部供应并且通过分配器被离心到 所述壁上， 所述分配器例如是与转子连成一体的盘。所述液体被分配到壁上并且形成通过 上述机械装置涂覆的薄厚度的液体膜， 通常为 0.25-1mm。
所述混合物借助重力沿着所述壁的内表面下降并且可蒸发级分 ( 其中包括芳族 醛 ) 在它们沿着壁缓慢行进时被蒸发， 并且到达室底部的基本上是重化合物的液体相被回 收。
在所述室的顶部回收气体物流 (F14)， 其基本上包含芳族醛和可蒸发重杂质， 并且 在所述室的底部回收液体物流 (F19)， 其基本上包含重化合物、 重杂质和焦油。
为了使物流 (F14) 保持完全为气体形式， 合意的是提供位于所述室的上部在气体 物流 (F14) 排出区中的雾滴除雾装置 ( 雾滴分离器 )。
当离开时， 气体物流 (F14) 在这个通过蒸发分离的步骤的上游被再循环， 优选被再 循环到浓缩步骤 ； 这个物流可任选地被冷凝以便以液体形式通过泵被引入。
在气体物流 (F14) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 25％ -75％重量。
液体物流 (F19) 在底部在任何继电器 (relais) 存储装置中被收集， 所述装置被加 热以保持所述物流为液体。
与气体物流 (F14) 分离的液体物流 (F19) 被分馏 ； 该物流的级分 (F20) 被再循环到 蒸发器的进料， 并且另一级分 (F21) 被去除， 并且可随后再利用。
在出口液体物流 (F19) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 1％ -20％重量。
根据本发明方法的一种变化形式， 重化合物的级分 (F20) 被再循环或者再流通。 但
是， 该再循环并不是强制的， 因为所述膜是机械形成的。
包含焦油的经分离的液体物流可以以 0％ -50％的再循环率进行再循环。
在具有物流 (F20) 的再循环的蒸发器的运行模式中， 进料 (F18) 则由物流 (F13) 和 (F20) 的混合物构成。
在液体物流 (F20) 再循环的情况下， (F20)/(F13) 再循环质量比为 0.1 至 10， 优选 0.1 至 2。
在蒸发器中的停留时间短。它们为 30 秒至 10 分钟。
将芳族醛与重化合物分离的步骤在蒸发器中进行， 这通过蒸发芳族醛和所存在的 可蒸发重杂质来进行。
由气体物流和进料物流之间的重量比率表示的蒸发率为 20-90％， 优选 40-80％。
蒸发温度 ( 在膜中的平均温度 ) 为 170℃ -200℃， 温度梯度为 10℃至 20℃并且在 蒸发器的顶部建立的压力为 1-20mmHg。
通过通常在蒸发器底部或者出口处连接的真空线路在该装置上建立减压。
在这种通过蒸发分离的步骤中， 芳族醛的回收收率最通常为 85 ％ -99 ％， 优选 90％ -99％， 以蒸发的芳族醛 (F14) 与在进料物流 (F13) 中所含的芳族醛的重量比表示。
本发明还涉及用于实施本发明方法的装置。
这种设备包括用于浓缩重化合物的蒸馏塔和用于从还包含焦油的混合物中分离 和回收芳族醛的刮板式薄膜蒸发器。
在一种实施方式中， 它还包括至少一个用于蒸馏萃取溶剂的塔。
图 2 是用于实施本发明方法的优选装置的示意图， 包括用于蒸馏萃取溶剂的塔 1、 用于浓缩重化合物的蒸馏塔 2 以及与这个塔相连的刮板式薄膜蒸发器 9。
在图 2 中， 如针对图 1 所提及的， 所获得的物流 (F13) 被引入到蒸发器 9 的上部。
在蒸发器 9 的底部回收液体物流 (F19)。
气体物流 (F14) 在蒸发器 9 的顶部被回收并且被横向地送回到浓缩塔 2， 优选在塔 的底部。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 可以在冷凝器 11 中经过之后通过泵以液 体的形式发送物流 (F14) 返回塔 2。
在装置 10 中在蒸发器的底部回收的液体物流 (F19) 的一部分被再循环到蒸发器 9 的进料中， 并且与进料物流 (F13) 一起构成蒸发器 9 的总进料物流 (F18)。
除去芳族醛的该液体物流的另一部分 (F21) 基本上包含焦油和重杂质 ； 这个物流 被除去并且可随后再利用。
因而， 根据本发明的第三种变化形式， 该分离在具有内部冷凝器的短程蒸发器中 进行。
术语 “具有内部冷凝器的短程蒸发器” 意指由具有外部夹套的通常为圆柱形的室 构成的装置， 所述外部夹套配备有入口和出口， 以确保使得能够加热所述室的载热流体的 流通。
在这种类型的设备中， 通过使用如下指出的机械装置的涂覆在所述室的内壁上形 成膜。
所述室在该室的上部配备有轴向转子， 并且下部有中心内部冷凝器。在与中心转子连成一体的装置上安装有副轴， 所述副轴是在其上安装有滑动辊的竖杆。 各种辊可以由各种材料制成， 金属如钢、 合金钢 ( 不锈钢 )、 铝， 或者聚合物材料如 聚四氟乙烯 PTFE 或者涂覆有聚合物材料的金属材料。
所述膜在所述壁上的形成通过离心作用并且通过转子的旋转， 通过辊在所述壁上 的涂覆而实现。
取决于装置的尺寸的转子的转速可以容易地由本领域技术人员确定。 作为示例可 以指出， 圆周速度可以是 0.3-3m/s。
置于所述室的中心的冷凝器使得能够冷凝就在蒸发装置内部的蒸气。 它可以是管 式交换器， 例如盘管或管束。
包含芳族醛、 重杂质和焦油的混合物 (F13) 经上部供应并且通过分配器被离心到 所述壁上， 所述分配器例如是与转子连成一体的盘。所述液体被分配到壁上并且形成通过 上述机械装置涂覆的薄厚度的液体膜， 通常为 0.25-1mm。
所述混合物借助重力沿着所述壁的内表面流动并且可蒸发级分 ( 其中包括芳族 醛 ) 被蒸发并且通过中心冷凝器被立即冷凝， 并且冷凝的级分 (F14) 借助于重力在内部冷凝 器的壁上流动， 并且冷凝的蒸气在内部收集器中在装置的底部被收集。
液体相 (F14) 在所述收集器中被回收， 所述相基本上包含芳族醛和可蒸发重杂质， 并且在所述室的底部回收液体物流 (F15)， 其基本上包含重化合物、 重杂质和焦油。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 液体物流 (F14) 在离开时在这个通过蒸发 分离的步骤的上游被再循环， 优选被再循环到浓缩步骤 ； 这个物流可通过泵被引入。
在液体物流 (F14) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 25％ -75％重量。
未蒸发的液体物流 (F15) 在底部在任何继电器存储装置中被收集， 所述装置被加 热以保持物流为液体。
液体物流 (F15) 可随后再利用。
在出口液体物流 (F15) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 1％ -15％重量。
在蒸发器中的停留时间短。它们为 30 秒至 10 分钟。
将芳族醛与重化合物分离的步骤在蒸发器中进行， 这通过蒸发芳族醛和所存在的 可蒸发重杂质来进行。
由气体物流和进料物流之间的重量比率表示的蒸发率为 10-95％， 优选 15-90％。
蒸发温度 ( 在膜中的平均温度 ) 为 170℃ -200℃， 在蒸发器的顶部和底部之间的 温度梯度为 10℃ -20℃并且在蒸发器的顶部建立的压力为 0.01-20mmHg， 优选 0.1-10mmHg。
通过通常在蒸发器底部或者出口处连接的真空线路在该装置上建立减压。
在这种通过蒸发分离的步骤中， 芳族醛的回收收率最通常为 85 ％ -99 ％， 优选 90％ -99％， 以蒸发的芳族醛 (F14) 与在进料物流 (F13) 中所含的芳族醛的重量比表示。
本发明还涉及用于实施本发明方法的装置。
这种设备包括用于浓缩重化合物的蒸馏塔和用于从还包含焦油的混合物中分离 和回收芳族醛的具有内部冷凝器的短程蒸发器。
在一种实施方式中， 它还包括至少一个用于蒸馏萃取溶剂的塔。
图 3 是用于实施本发明方法的优选装置的示意图， 包括用于蒸馏萃取溶剂的塔 1、
用于浓缩重化合物的蒸馏塔 2 以及与这个塔相连的具有内部冷凝器 13 的短程蒸发器 12。
在图 3 中， 如针对图 1 所提及的， 物流 (F13) 被引入到蒸发器 12 的上部。
在蒸发器 12 的底部回收液体物流 (F15)。
在蒸发器内部在冷凝器 13 上冷凝的气体物流 (F14) 在蒸发器 12 的底部在冷凝物 收集器 15 中被回收并且被横向地送回到浓缩塔 2， 优选在塔的底部。物流 (F14) 是液体， 其 借助于泵被送回。
液体物流 (F15) 在存储装置 14 中收集。
它基本上包含被排出的重杂质和焦油， 并且可随后再利用。
因而， 根据本发明方法的第四种变化形式， 该分离在卧式刮板式蒸发器中进行。
术语 “卧式刮板式薄膜蒸发器” 意指由具有外部夹套的水平放置的通常为圆柱形 的室构成的装置， 所述外部夹套配备有入口和出口， 以确保使得能够加热所述室的载热流 体的流通。
在这种类型的设备中， 通过使用如下指出的机械装置的涂覆在所述室的内壁上形 成膜。
所述室在其中心配备有水平轴向转子 ( 任选地通过载热流体的内部流通进行加 热 )， 在其上安装有允许在所述壁上形成膜的机械装置。 该转子可以是配备有在该转子的外 周上安装的一系列固定小浆叶的转子。 小浆叶在转子上的布置使得膜向着与进料相对的所 述室的出口端前进 ； 螺杆的位移分布 (profil)。根据该装置可以考虑在所述壁上分布的对 叶片 (contre-pales) 的体系， 其通过与该小浆叶的相互作用可以自动清洁转子和蒸发器 的内表面。
还可以在一个室中具有两个平行的转子， 它们以相同的方向或者相反的方向转动。 各种运动物体通常由金属材料， 最通常地由钢或合金钢 ( 不锈钢 ) 制成。
包含芳族醛、 重杂质和焦油的混合物 (F13) 在蒸发器的室的一端并且在其顶部供 应。 液体在所述壁上分配并且液体膜的厚度通过转子的固定叶片和配备有对叶片的室的内 壁之间的机械作用进行调节。
所述膜的厚度通常为 1-3mm。 该装置使得液体能够在出口的方向上流动， 优选活塞 流动。
所述混合物在所述室中横向前进， 并且基本上包含芳族醛和可蒸发重杂质的可蒸 发级分 (F14) 被蒸发并且通过位于所述室顶部的出口管收集并且然后被送到冷凝器。
可蒸发级分的排出管可配备有过滤器， 所述过滤器保持在高于蒸气温度的温度 下。
基本上包含重化合物、 重杂质和焦油的液体相 (F15) 在继电器存储装置中在与进 料相对的一端被回收。
气体物流 (F14) 在离开时在这个通过蒸发分离的步骤的上游再循环。
根据本发明方法的一种优选变化形式， 它被再循环到浓缩步骤 ： 这个物流被冷凝 以便以液体形式通过泵被引入。
在气体物流 (F14) 中， 芳族醛的浓度最通常地是 25％ -75％重量。
液体物流 (F15) 在底部在任何继电器存储装置中被收集， 所述装置被加热以保持
该物流为液体。
在出口液体物流 (F15) 中， 芳族醛的浓度最通常地为 1％ -15％重量 ； 这个物流被去 除并且可随后再利用。
在蒸发器中的停留时间为 30 秒至 10 分钟。
将芳族醛与重化合物分离的步骤在蒸发器中进行， 这通过蒸发芳族醛和所存在的 可蒸发重杂质来进行。
由气体物流和进料物流之间的重量比表示的蒸发率为 10-90％， 优选 15-90％。
蒸发温度 ( 在膜中的平均温度 ) 为 170℃ -200℃， 在蒸发器的入口和出口之间的 温度梯度为 10℃ -20℃并且在蒸发器的顶部建立的压力为 2-20mmHg。
通过通常在蒸发器顶部连接的真空线路在该装置上建立减压。
在这种通过蒸发分离的步骤中， 芳族醛的回收收率最通常为 90 ％ -99 ％， 优选 95％ -99％， 以蒸发的芳族醛 (F14) 与在进料物流 (F13) 中所含的芳族醛的重量比表示。
本发明还涉及用于实施本发明方法的装置。
这种设备包括用于浓缩重化合物的蒸馏塔和用于从还包含焦油的混合物中分离 和回收芳族醛的卧式刮板式薄膜蒸发器。 在一种优选实施方式中， 它还包括至少一个用于蒸馏萃取溶剂的塔。
图 4 是用于实施本发明方法的优选装置的示意图， 包括用于蒸馏萃取溶剂的塔 1、 用于浓缩重化合物的蒸馏塔 2 以及与这个塔相连的卧式刮板式薄膜蒸发器 16。
在图 4 中， 如针对图 1 所提及的， 所获得的物流 (F13) 在蒸发器 16 的上部并且在其 一端被引入。
在蒸发器 16 的另一端回收液体物流 (F15)。
气体物流 (F14) 在蒸发器 16 的顶部被回收并且在冷凝器 18 上的冷凝和通过泵 ( 例 如正排量泵 ) 的传送之后被横向地送回到浓缩塔 2， 优选在塔的底部。
基本上包含焦油和重杂质的液体物流 (F15) 在继电器存储装置 17 中被收集 ； 这个 物流被去除并且可随后再利用。
如前所述， 根据本发明的分离可以在降膜蒸发器、 刮板式薄膜蒸发器、 短程蒸发器 或者卧式刮板式薄膜蒸发器中进行。本发明包括其中可串联安装多种蒸发器的情况。尤其 可以使用与上述的另一种类型的蒸发器的出口连接的卧式蒸发器。
根据本发明的方法， 芳族醛的分离属于连续引入物流和连续回收物流的连续方 法。但是， 本发明并不排除分批实施方式。
本发明允许去除重化合物并且在工业设备中连续再循环经分离的物流。
本发明的方法使得能够以足够短的停留时间和使得能够满足要分离产品的完整 性的温度和压力条件来回收在重化合物中存在的芳族醛， 同时实施简单。
具体实施方式
下面给出本发明的示例性实施方案， 其是在以连续模式运行的试验设备上获得 的。
实施例以示例性而非限制性的方式给出。
在实施例中， 通过高效液相色谱进行物流 ( 其中包括香草醛 ) 的分析。如在说明书之前所述， 所有的装置保持在氮气气氛下。
实施例 1
在这个实施例中， 给出了对于如下方法的说明， 该方法使得能够回收焦油中存在 的香草醛， 其使用如图 1 中所示的降膜蒸发器， 用于处理在由香草醛 (VA) 的合成得到的反 应混合物的液 / 液萃取之后所获得的焦油。
供应塔 1 的物流 (F1) 具有香草醛含量为 0.4000kg/kg， 轻杂质含量为 0.0144kg/ kg 以及重杂质含量为 0.0084kg/kg。
物流 (F1) 以 211.48kg/h 的进料流量被引入到塔 1 中。
在塔 1 的顶部， 在冷凝之后以 122.07kg/h 的流量回收液体物流 (F4)， 所述物流不 再含有香草醛。
在塔 1 的底部， 以 600kg/h 的流量提取液体物流 (F5)， 所述物流包含 0.9461kg 香 草醛 /kg 物流 (F5)。
物流 (F7) 然后以 89.41kg/h 的进料流量被引入到蒸馏塔 2 中。其香草醛含量为 0.9461kg/kg。
所使用的塔 2 具有下面的特性和操作条件 ：
表 (I)
塔2 直径 (mm) 高度 (mm) 总 NET( 理论级数 ) 包括沸腾器 在进料之下的 NET( 理论级数 ) 塔 2 的顶部压力 (mmHg) 塔 2 的底部压力 (mmHg) 塔 2 的顶部温度 (℃ ) 塔 2 的底部温度 (℃ ) 负荷因数 (kg/m3)0.5xm.s-1 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 在冷凝器 7 之后 (kg/h) 塔 2 的顶部回流 ： (F9)， 在交换器 8 上 (kg/h) 塔 2 的底部再循环 ： (F12)， 200 2500 11 9 8 16 145 181 4.3 8.0 21.9 55017102099321 A CN 102099332说沸腾器的热负荷 (kcal/h)明书1305015/26 页
在塔 2 的顶部， 气体物流 (F8)， 其在冷凝之后变为物流 (F10) 以 87.5kg/h 的流量回 收并且包含 0.9645kg/kg 含量的香草醛。
在塔 2 的底部， 以 554.2kg/h 的流量提取液体物流 (F11)， 所述物流包含 0.2965kg 香草醛 /kg 物流 (F11)。
物流 (F11) 的级分 (F13) 供应降膜蒸发器 3， 另一级分 (F12) 被横向地再引入到蒸馏 塔 2 中。
蒸发器 3 的特性和操作条件汇总于表 (II) 中 ：
表 (II)
降膜蒸发器 3 管数 管直径 (mm) 管厚度 (mm) 高度 (mm) 总交换面积 (m2) 蒸发器压力 (mmHg) 载热流体温度 (℃ ) 平均膜温度 (℃ ) 平均进料粘度 (Cpo) 总传热系数 (kcal/hm2℃ ) 降膜蒸发器的热负荷 (kcal/h) 平均相对挥发度 VA/ 重化合物 (mmHg/mmHg) 10 10 2 800 0.251 14 195 185 150 180 454 5.6来自塔 2 的进料 ： (F13)(kg/h) (F13) 中的 VA 含量 (kg/kg) 总进料 (F18)(kg/h) (F18) 中的 VA 含量 (kg/kg)4.198 0.297 29.50 0.131718102099321 A CN 102099332说明书2.288 0.456 27.23 0.104 25.32 0.104 1.909 0.104 0.199 7.7 83.816/26 页蒸发和再循环到塔 2 ： (F14)(kg/h) (F14) 中的 VA 含量 (kg/kg) 蒸发器底部的液体 ： (F15)(kg/h) (F15) 中的 VA 含量 (kg/kg) 再循环到降膜的进料 ： (F16)(kg/h) (F16) 中的 VA 含量 (kg/kg) 提取的焦油 ： (F17)(kg/h) (F17) 中的 VA 含量 (kg/kg) (F17) 中的 VA 损失 (kg/h) 降膜蒸发器的蒸发率 (％质量 ) 降膜蒸发器的 VA 回收收率 (％质量 )
实施例 2
这个实施例给出了对于如下方法的说明， 该方法使得能够回收焦油中存在的香草 醛， 其使用如图 1 中所示的降膜蒸发器， 用于处理在由香草醛 (VA) 的合成得到的反应混合 物的液 / 液萃取之后所获得的焦油。
供应塔 1 的物流 (F1) 具有香草醛含量为 0.6000kg/kg， 轻杂质含量为 0.0215kg/ kg 以及重杂质含量为 0.0127kg/kg。
物流 (F1) 以 78.84kg/h 的进料流量被引入到塔 1 中。
在塔 1 的顶部， 在冷凝之后以 28.80kg/h 的流量回收液体物流 (F4)， 所述物流不再 含有香草醛。
在塔 1 的底部， 以 500kg/h 的流量提取液体物流 (F5)， 所述物流包含 0.9461kg 香 草醛 /kg 物流 (F5)。
物流 (F7) 然后以 50.00kg/h 的进料流量被引入到蒸馏塔 2 中。其香草醛含量为 0.9461kg/kg。
所使用的塔 2 具有下面的特性和操作条件 ：
表 (III)
塔2 直径 (mm) 20019102099321 A CN 102099332 高度 (mm)说明书2500 11 9 2 7 121 171 3.8 8.0 12.3 550 706017/26 页总 NET( 理论级数 ) 包括沸腾器 在进料之下的 NET( 理论级数 ) 塔 2 的顶部压力 (mmHg) 塔 2 的底部压力 (mmHg) 塔 2 的顶部温度 (℃ ) 塔 2 的底部温度 (℃ ) 负荷因数 (kg/m3)0.5xm.s-1 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 在冷凝器 7 之后 (kg/h) 塔 2 的顶部回流 ： (F9)， 在交换器 8 上 (kg/h) 塔 2 的底部再循环 ： (F12)， 沸腾器的热负荷 (kcal/h)
在塔 2 的顶部， 气体物流 (F8)， 其在冷凝之后变为物流 (F10) 以 49.0kg/h 的流量回 收并且包含 0.9646kg/kg 含量的香草醛。
在塔 2 的底部， 以 551.8kg/h 的流量提取液体物流 (F11)， 所述物流包含 0.1260kg 香草醛 /kg 物流 (F11)。
物流 (F11) 的级分 (F13) 供应降膜蒸发器 3， 另一级分 (F12) 被横向地再引入到蒸馏 塔 2 中。
蒸发器 3 的特性和操作条件汇总于表 (IV) 中 ：
表 (IV)
降膜蒸发器 3 管数 管直径 (mm) 管厚度 (mm) 高度 (mm) 总交换面积 (m2) 20 10 10 2 800 0.251102099321 A CN 102099332 蒸发器压力 (mmHg) 载热流体温度 (℃ ) 平均膜温度 (℃ ) 平均进料粘度 (Cpo) 总传热系数 (kcal/hm2℃ )说明书6.6 196.5 194 120 173 89 8.018/26 页降膜蒸发器的热负荷 (kcal/h) 平均相对挥发度 VA/ 重化合物 (mmHg/mmHg)来自塔 2 的进料 ： (F13)(kg/h) (F13) 中的 VA 含量 (kg/kg) 总进料 (F18)(kg/h) (F18) 中的 VA 含量 (kg/kg) 蒸发和再循环到塔 2 ： (F14)(kg/h) (F14) 中的 VA 含量 (kg/kg) 蒸发器底部的液体 ： (F15)(kg/h) (F15) 中的 VA 含量 (kg/kg) 再循环到降膜的进料 ： (F16)(kg/h) (F16) 中的 VA 含量 (kg/kg) 提取的焦油 ： (F17)(kg/h) (F17) 中的 VA 含量 (kg/kg) (F17) 中的 VA 损失 (kg/h) 降膜蒸发器的蒸发率 (％质量 ) 降膜蒸发器的 VA 回收收率 (％质量 )
1.826 0.126 13.33 0.0495 0.826 0.234 12.48 0.037 11.52 0.037 0.960 0.037 0.037 6.5 84.3实施例 3 在这个实施例， 使用如在图 2 中所示的刮板式薄膜蒸发器 9。供应塔 1 的物流 (F1) 具有香草醛含量为 0.6000kg/kg， 轻杂质含量为 0.0215kg/ kg 以及重杂质含量为 0.0127kg/kg。
物流 (F1) 以 78.84kg/h 的进料流量被引入到塔 1 中。
在塔 1 的顶部， 在冷凝之后以 28.80kg/h 的流量回收液体物流 (F4)， 所述物流不再 含有香草醛。
在塔 1 的底部， 以 550kg/h 的流量提取液体物流 (F5)， 所述物流包含 0.9461kg 香 草醛 /kg 物流 (F5)。
物流 (F7) 然后以 50.00kg/h 的进料流量被引入到蒸馏塔 2 中。其香草醛含量为 0.9461kg/kg。
所使用的塔 2 具有下面的特性和操作条件 ：
表 (V)
塔2 直径 (mm) 高度 (mm) 总 NET( 理论级数 ) 包括沸腾器 在进料之下的 NET( 理论级数 ) 塔 2 的顶部压力 (mmHg) 塔 2 的底部压力 (mmHg) 塔 2 的顶部温度 (℃ ) 塔 2 的底部温度 (℃ ) 负荷因数 (kg/m3)0.5xm.s-1 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 在冷凝器 7 之后 (kg/h) 塔 2 的顶部回流 ： (F9)， 在交换器 8 上 (kg/h) 塔 2 的底部再循环 ： (F12)， 沸腾器的热负荷 (kcal/h)
200 2500 11 9 2 9.5 121 160 3.9 8.1 14.6 600 6985在塔 2 的顶部， 气体物流 (F8)， 其在冷凝之后变为物流 (F10) 以 48.8kg/h 的流量回 收并且包含 0.9646kg/kg 含量的香草醛。
在塔 2 的底部， 以 604.9kg/h 的流量提取液体物流 (F11)， 所述物流包含 0.531kg 香草醛 /kg 物流 (F11)。
物流 (F11) 的级分 (F13) 供应刮板式薄膜蒸发器 9， 另一级分 (F12) 被横向地再引入 到蒸馏塔 2 中。
蒸发器 9 的特性和操作条件汇总于表 (VI) 中 ：
表 (VI)
刮板式薄膜蒸发器 9 管数 管直径 (mm) 管厚度 (mm) 高度 (mm) 交换面积 (m2) 刮板的移动叶片的性质 ( 铝 ) 转子的转速 ( 转 / 分钟 ) 蒸发器压力 (mmHg) 载热流体温度 (℃ ) 平均膜温度 (℃ ) 平均进料粘度 (Cpo) 总传热系数 (kcal/hm2℃ ) 刮板式薄膜蒸发器的热负荷 (kcal/h) 平均相对挥发度 VA/ 重化合物 1 100 4 700 0.22 辊 300 2 207 184 120 82 398 8.4来自塔 2 的进料 ： (F13)(kg/h) (F13) 中的 VA 含量 (kg/kg) 总进料 (F18)(kg/h) (F18) 中的 VA 含量 (kg/kg) 蒸发和再循环到塔 2 ： (F14)(kg/h)4.877 0.5305 4.877 0.5305 3.67823102099321 A CN 102099332 (F14) 中的 VA 含量 (kg/kg)说明书0.0641 1.199 0.192 0 1.199 0.192 0.229 75.4 91.121/26 页蒸发器底部的液体 ： (F19)(kg/h) (F19) 中的 VA 含量 (kg/kg) 再循环到刮板式薄膜的进料 ： (F20)(kg/h) 提取的焦油 ： (F21)(kg/h) (F21) 中的 VA 含量 (kg/kg) (F21) 中的 VA 损失 (kg/h) 刮板式薄膜蒸发器的蒸发率 (％质量 ) 刮板式薄膜蒸发器的 VA 回收收率 (％质量 )
实施例 4
在这个实施例， 使用如在图 3 中所示的短程蒸发器 ( 具有内部冷凝器 )12。
供应塔 1 的物流 (F1) 具有香草醛含量为 0.6000kg/kg， 轻杂质含量为 0.0215kg/ kg 以及重杂质含量为 0.0127kg/kg。
物流 (F1) 以 78.84kg/h 的进料流量被引入到塔 1 中。
在塔 1 的顶部， 在冷凝之后以 28.80kg/h 的流量回收液体物流 (F4)， 所述物流不再 含有香草醛。
在塔 1 的底部， 以 550kg/h 的流量提取液体物流 (F5)， 所述物流包含 0.9461kg 香 草醛 /kg 物流 (F5)。
物流 (F7) 然后以 50.00kg/h 的进料流量被引入到蒸馏塔 2 中。其香草醛含量为 0.946kg/kg。
所使用的塔 2 具有下面的特性和操作条件 ：
表 (VII)
塔2 直径 (mm) 高度 (mm) 总 NET( 理论级数 ) 包括沸腾器 在进料之下的 NET( 理论级数 ) 200 2500 11 924102099321 A CN 102099332 塔 2 的顶部压力 (mmHg) 塔 2 的底部压力 (mmHg) 塔 2 的顶部温度 (℃ ) 塔 2 的底部温度 (℃ )说明书2 9.5 121 174 4.3 8.1 14.7 500 750022/26 页负荷因数 (kg/m3)0.5xm.s-1 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 在冷凝器 7 之后 (kg/h) 塔 2 的顶部回流 ： (F9)， 在交换器 8 上 (kg/h) 塔 2 的底部再循环 ： (F12)， 沸腾器的热负荷 (kcal/h)
在塔 2 的顶部， 气体物流 (F8)， 其在冷凝之后变为物流 (F10) 以 48.99kg/h 的流量 回收并且包含 0.9648kg/kg 含量的香草醛。
在塔 2 的底部， 以 503.3kg/h 的流量提取液体物流 (F11)， 所述物流包含 0.1898kg 香草醛 /kg 物流 (F11)。
物流 (F11) 的级分 (F13) 供应具有内部冷凝器的短程蒸发器 12， 另一级分 (F12) 被 横向地再引入到蒸馏塔 2 中。
蒸发器 12 的特性和操作条件汇总于表 (VIII) 中 ：
表 (VIII)
实施例 5
在这个实施例， 使用如在图 4 中所示的卧式刮板式薄膜蒸发器 16( 具有自清洁固 定叶片的转子 )。
供应塔 1 的物流 (F1) 具有香草醛含量为 0.6000kg/kg， 轻杂质含量为 0.0215kg/ kg 以及重杂质含量为 0.0127kg/kg。
物流 (F1) 以 78.84kg/h 的进料流量被引入到塔 1 中。
在塔 1 的顶部， 在冷凝之后以 28.80kg/h 的流量回收液体物流 (F4)， 所述物流不再 含有香草醛。
在塔 1 的底部， 以 500kg/h 的流量提取液体物流 (F5)， 所述物流包含 0.9461kg 香 草醛 /kg 物流 (F5)。
物流 (F7) 然后以 50.00kg/h 的进料流量被引入到蒸馏塔 2 中。其香草醛含量为 0.9461kg/kg。
所使用的塔 2 具有下面的特性和操作条件 ：
表 (IX)
塔2 直径 (mm) 高度 (mm) 总 NET( 理论级数 ) 在进料之下的 NET( 理论级数 ) 塔 2 的顶部压力 (mmHg) 塔 2 的底部压力 (mmHg) 塔 2 的顶部温度 (℃ ) 塔 2 的底部温度 (℃ ) 负荷因数 (kg/m3)0.5xm.s-1 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 在冷凝器 7 之后 塔 2 的顶部回流 ： (F9)， 在交换器 8 上 塔 2 的底部再循环 ： (F12)， 沸腾器的热负荷 (kcal/h)
200 2500 11 9 2 9.5 120 162 3.9 8.1 15.0 400 7000在塔 2 的顶部， 气体物流 (F8)， 其在冷凝之后变为物流 (F10) 以 49.0kg/h 的流量回 收并且包含 0.9654kg/kg 含量的香草醛。
在塔 2 的底部， 以 404.9kg/h 的流量提取液体物流 (F11)， 所述物流包含 0.531kg 香 草醛 /kg 物流 (F11)。
物流 (F11) 的级分 (F13) 供应具有固定叶片的卧式刮板式蒸发器 16， 另一级分 (F12)
被横向地再引入到蒸馏塔 2 中。
蒸发器 16 的特性和操作条件汇总于表 (X) 中 ：
表 (X)
具有固定叶片的卧式刮板式蒸发器 16 体直径 (mm) 转子直径 (mm) 管厚度 (mm) 长度 (mm) 壁 + 转子总交换面积 (m2) 刮板的固定叶片的性质 (AISI 316 钢 ) 转子的转速 ( 转 / 分钟 ) 蒸发器压力 (mmHg) 载热流体温度 (℃ ) 平均膜温度 (℃ ) 平均进料粘度 (cPo) 总传热系数 (kcal/hm2℃ ) 刮板式薄膜蒸发器的热负荷 (kcal/h) 平均相对挥发度 (VA/ 重化合物 ) 170 120 2 500 0.30 分布的 (profilées) 50 2 195 183.5 120 149 496 8.0来自塔 2 的进料 ： (F13)(kg/h) (F13) 中的 VA 含量 (kg/kg) 蒸发和再循环到塔 2 ： (F14)(kg/h) (F14) 中的 VA 含量 (kg/kg) 在蒸发器出口处的液体， 提取的焦油 ： (F15)(kg/h) (F15) 中的 VA 含量 (kg/kg)4.877 0.5310 3.866 0.6614 1.011 0.032028102099321 A CN 102099332 (F15) 中的 VA 损失 (kg/h)说明书0.032 79.3 98.826/26 页卧式刮板式薄膜蒸发器的蒸发率 (％质量 ) 卧式刮板式薄膜蒸发器的 VA 回收收率 (％质量 )