具体实施方式

下面结合具体实施例对本发明进行进一步描述，但本发明的保护范围并不仅限于此：

案例1、工业生产DIPEA：卤代乙烷和二异丙胺在催化剂存在下进行反应，由于反应结束时，二异丙胺和卤代乙烷均未反应完，导致在中和步骤发生水解，从而产生很多乙醇副产物，精馏之后获得含大量二异丙胺与乙醇的原始混合溶液Ⅰ，该原始混合溶液Ⅰ中，含水率为4.5％，乙醇含量约为38.2％，二异丙胺含量约为57.3％，即，乙醇：二异丙胺＝1:1.5；杂质忽略不计取。

将上述原始混合溶液Ⅰ利用氢氧化钠进行除水处理：在100g原始混合溶液中加入3g氢氧化钠，搅拌，使氢氧化钠溶解，分去水层，重复多次直到不再有新的水层析出，此时水分测定显示含水量为0.75％，因此含水量可以忽略不计；得除水后混合溶液Ⅰ。

案例2、工业生产DIPEA：卤代乙烷和二异丙胺在催化剂存在下进行反应，由于反应结束时，二异丙胺和卤代乙烷均未反应完，导致在中和步骤发生水解，从而产生很多乙醇副产物，精馏之后获得含大量二异丙胺与乙醇的原始混合溶液Ⅱ，该原始混合溶液Ⅱ中，含水率为3.5％，乙醇含量约为19.3％，二异丙胺含量约为77.2％，即，乙醇和二异丙胺质量比为0.25：1，杂质忽略不计取。

将上述原始混合溶液Ⅱ利用氢氧化钠进行除水处理，直至水分含量为0.5％，因此含水量可以忽略不计；得除水后混合溶液Ⅱ。

装置一、一种间歇精馏装置，如图1所示，包括间歇精馏釜1、甲苯罐4、萃取塔10；在间歇精馏釜1上设有塔釜测温点2、塔釜取样点12、塔顶测温点3。

甲苯罐4的出口经过截止阀21后与间歇精馏釜1的塔顶相连；甲苯罐4的进口与萃取塔10的顶部相连；

间歇精馏釜1的塔顶出料口经过冷凝器5后分成以下两路：一路经过截止阀22后再并联以下3者：经过截止阀25后与共沸物收集罐6相连通、经过截止阀26后与过度馏分收集罐7相连通、经过截止阀27后与产品收集罐8相连通；另一路与间歇精馏釜1的塔顶回流口相连通。

在冷凝器5的出口处设有塔顶取样点11。

共沸物收集罐6的底部依次通过截止阀28、离心泵9与萃取塔10的侧壁下部相连，进水管13与萃取塔10的侧壁上部相连。在萃取塔10的底部设有乙醇水溶液排放口14。

冷凝器5的作用是将间歇精馏釜1塔顶采出的馏分(气体)冷却至液体，按照设定要求进入共沸物收集罐6、过度馏分收集罐7、产品收集罐8中的一个；当选择进入共沸物收集罐6时，截止阀25打开，而截止阀26、截止阀27均关闭；同理，当选择进入过度馏分收集罐7时，截止阀26打开，而截止阀25、截止阀27均关闭；当选择进入产品收集罐8时，截止阀27打开，而截止阀25、截止阀26均关闭。

截止阀25用于调节馏分进入共沸物收集罐6时的回流比；同理，截止阀26用于调节馏分进入过渡馏分收集罐7时的回流比，截止阀27用于调节馏分进入产品收集罐8时的回流比。

起始反应时，截止阀22全关，即，冷凝器5出口的料液全回流至间歇精馏釜1内；当开始采出馏分时，截止阀22全开。

实施例1-1、一种共沸精馏分离二异丙胺和乙醇的方法，针对除水后混合溶液Ⅰ，采用间歇精馏工艺的情况一，

使用装置一，截止阀21、截止阀28均为关闭状态，即，甲苯罐4、萃取塔10在实施例1-1中均未被用到。

具体如下：

将360g除水后混合溶液Ⅰ和作为共沸剂的甲苯100g混合后，一起加入间歇精馏釜1的釜底，全回流至塔顶温度稳定(即，塔顶测温点3的显示温度为66～67℃)，于是开始采出馏分，经过冷凝器5的冷凝后至共沸物收集罐6，回流比控制5：1(即返回至间歇精馏釜1的料液：进入共沸物收集罐6的体积比＝5:1)；当塔顶采出馏分中(即，当塔顶取样点11检测到)乙醇浓度降至15％以下，则换用过渡馏分收集罐7接收，以回流比3：1采出；当间歇精馏釜1塔顶采出馏分中乙醇浓度减低至≤1％时，则换用产品收集罐8，以回流比2：1采出产品。当间歇精馏釜1塔顶温度≥85℃时，结束上述步骤。

精馏结束后，间歇精馏装置各部件内物质的成分组成如下表1(质量分数)：

表1

在此案例中，由于共沸剂仅在间歇精馏釜1内回流，未采出，故不用萃取塔10回收甲苯，将釜液套用，即，将过度馏分罐7收集的馏分与下一批的除水后混合溶液Ⅰ混合后，重新进行共沸精馏分离二异丙胺和乙醇；且间歇精馏釜1的釜底液可回收利用。共沸物收集罐6收集的馏分可按照常规的生化处理进行后续处理。

二异丙胺一次回收率＝产品收集罐8中二异丙胺质量/原料中二异丙胺质量；

二异丙胺二次回收率＝过渡馏分收集罐7和产品收集罐8中二异丙胺质量之和/原料中二异丙胺质量；

因此，精馏结束后，得到99％二异丙胺99g，二异丙胺一次回收率约为45.3％，二次回收率为86％。

实施例1-2、将过度馏分罐7收集的馏分与下一批的除水后混合溶液Ⅰ合并精馏，具体如下：

将实施例1-1所得的过渡馏分收集罐7收集的馏分103g、248g除水后混合溶液Ⅰ混合，再加入实施例1-1所得的间歇精馏釜1的釜底液109g进行混合；按照上述实施例1-1所述方法进行，所得结果如下表2：

表2

实施例2、将甲苯的用量由100g改成144g，即，共沸剂：除水后混合溶液Ⅰ＝0.4：1的质量比；其余等同于实施例1-1。最终所得结果为：得到99％二异丙胺约120g，二次性回收率达到88.1％。

实施例3、将甲苯的用量由100g改成288g，即，共沸剂：除水后混合溶液Ⅰ＝0.8：1的质量比；其余等同于实施例1-1。最终所得结果为得到99％二异丙胺约135g，二次性回收率达到89.1％。

实施例4、一种共沸精馏分离二异丙胺和乙醇的方法，针对除水后混合溶液Ⅰ，采用间歇精馏工艺的情况二，即，共沸剂可从间歇精馏釜1的塔段直接加入塔釜；比如从塔顶加入，这样操作甲苯的用量比情况一对应的塔釜直接加入时要少，但是需要用萃取回收甲苯。

使用装置一，起始条件下，截止阀21打开；截止阀28关闭。

与实施例1-1的区别在于：将360g除水后混合溶液Ⅰ加入间歇精馏釜1内，先进行全回流，当回流形成后，将甲苯罐4内的80g甲苯以2ml/min的流速加入至间歇精馏釜1的塔顶内；甲苯和上升的乙醇蒸汽形成共沸，待塔顶温度稳定时(即，塔顶测温点3的显示温度为74～76℃)，采出馏分；其余等同于实施例1，即，当间歇精馏釜1塔顶温度≥85℃时，精馏分离结束。

精馏结束后，间歇精馏装置各部件组成(质量分数)如下表3：

表3

最终所得结果为：得到98.8％二异丙胺122.5g左右，二异丙胺一次回收率为56.0％，二次回收率为82.0％。

精馏结束后，打开截止阀28，共沸物收集罐6内的共沸混合液被离心泵9泵入至萃取塔10内；从进水管13向萃取塔10内加入120g水，萃取塔10为填料塔，多级逆流萃取，理论级数为10，水的流量采取30ml/min，共沸混合液流量50ml/min；最终从萃取塔10的塔顶得到回收甲苯(由1％二异丙胺和99％的甲苯组成)；萃取塔10内产生的水相从乙醇水溶液排放口14排出，此水相主要是由约40.4％的水和54.6％的乙醇组成，其余为二异丙胺。

消耗的能量主要是离心泵9消耗的电量，约为0.04kw·h。

对比例1、将实施例4所得的共沸物收集罐6内的共沸混合液，改用正丁苯进行萃取精馏；具体为：

将实施例4所得的共沸物收集罐6内的共沸混合液与120g正丁苯混合，然后加入至间歇精馏釜的釜底(例如可采用图1所述的间歇精馏釜1，截止阀21、截止阀28均为关闭状态，即，甲苯罐4、萃取塔10在该对比例1中均未被用到)，先全回流一段时间，然后塔顶以回流比5：1采出乙醇，继而以2：1的比例采出甲苯。最终从塔顶得到回收甲苯56g，收率为92.2％。消耗的能量为3.6kw·h。

因此，如果按照常规技术采用正丁苯作萃取剂萃取精馏分离乙醇和甲苯，则会需要消耗更多的能量。

对比例2-1、将实施例1-1中的3个回流比均统一设定为2:1；其余等同于实施例1-1。

所得结果为：得到99％二异丙胺约45g，二次性回收率达到65.1％。

对比例2-2、取消对混合溶液的除水处理；即，将实施例1-1中的除水后混合溶液Ⅰ(含水率为0.75％)改成原始的混合溶液Ⅰ(含水率为4.5％)其余等同于实施例1-1。

所得结果为：得到99％二异丙胺约30g，二次性回收率达到40％。

对比例2-3、将共沸剂由甲苯改成环己烷，用量保持不变；其余等同于实施例1-1。

所得结果为：得到99％二异丙胺约45g左右，二次性回收率达到55.1％。

装置二、三塔连续精馏，包括共沸精馏塔30、产品精馏塔40和萃取塔50；

在共沸精馏塔30侧壁的中部设置原料进料口31，在共沸精馏塔30侧壁的上部设置共沸剂进料口32，甲苯通过共沸剂进料口32进入共沸精馏塔30内。

共沸精馏塔30的顶部出口采出的共沸物(甲苯与乙醇共沸物)经过冷凝器33的冷凝后分成两路，一路经过离心泵60后进入萃取塔50的底部，另一路回流至共沸精馏塔30的顶部。

萃取塔50底部设有乙醇水溶液出口51，顶部设有进水口52。

共沸精馏塔30的底部设有再沸器34，共沸精馏塔30釜塔底采出的釜液(甲苯和二异丙胺的混合物)经过再沸器34后，一部分重新回到共沸精馏塔30的釜底、另一部分进入产品精馏塔40内。

产品精馏塔40顶部出口采出的二异丙胺经过冷凝器41的冷凝后，分成两路，一路从二异丙胺出料口43被排出，另一路回流至产品精馏塔40的顶部。

产品精馏塔40的底部设有再沸器42，产品精馏塔40的底部采出的釜液(甲苯)经过再沸器42后，一部分重新回到产品精馏塔40的釜底；另一部分与萃取塔50顶部出口采出的甲苯合并后，一起通过共沸剂进料口32进入共沸精馏塔30内。阀35用于最初甲苯的进料，直到三塔内甲苯循环流量达到稳定。

实施例5、一种共沸精馏分离二异丙胺和乙醇的方法，针对由二异丙胺和乙醇组成的混合溶液Ⅱ，采用三塔连续精馏(装置二)，

除水后混合溶液Ⅱ按照8kg/h左右的进料流量通过原料进料口31进入共沸精馏塔30内(即，从精馏釜的中部进料)，作为共沸剂的甲苯按照4kg/h左右的进料流量通过共沸剂进料口32进入共沸精馏塔30内，设定共沸精馏塔30的温度如下表4所述；形成的甲苯与乙醇共沸物从共沸精馏塔30塔顶带出，经过冷凝器33的冷凝后，控制共沸精馏塔30回流比为3：1，在离心泵60的作用下进入萃取塔50的塔底，与从萃取塔50顶部进水口52打入的水(水的流量为3kg/h)在萃取塔50内逆流接触回收甲苯，萃取塔50为填料塔，理论级数是10。萃取塔50底部得到的是乙醇和水的混合液，从乙醇水溶液出口51排出。萃取塔50顶部排出的是甲苯(液态)。

共沸精馏釜30塔底采出的甲苯和二异丙胺的混合物经过再沸器34的再沸处理后进入产品精馏塔40进行分离，进入再沸器与离开再沸器进入产品精馏塔的体积比例为3：1，设定产品精馏塔40的温度如下表5所述；

产品精馏塔40塔顶得到产品二异丙胺，该二异丙胺经过冷凝器41全凝后，控制产品精馏塔40回流比为2.5：1，从二异丙胺出料口43排出的二异丙胺作为产品被收集。

产品精馏塔40塔底的得到甲苯经过再沸器42的再沸处理，进入再沸器后返回至产品精馏塔的甲苯与离开再沸器的甲苯两者体积比例为2：1，所述离开再沸器的甲苯与萃取塔50顶部排出的甲苯汇合后，一起通过共沸剂进料口32进入共沸精馏塔30内，从而实现循环利用。

当原料用完时，结束反应。

表4、共沸精馏塔30稳态操作参数和成分含量(质量％)

表5、产品精馏塔40操作参数

注：顶温指的是塔顶回流冷凝液的温度，釜温指的是釜液的温度。

最终稳定产品流量为6kg/h左右，得到的二异丙胺的产品纯度≥99％，一次回收率≥94％。

一次回收率＝产品二异丙胺流量/原料中二异丙胺流量。

对比例3-1、将实施例5中的连续精馏工艺参数，改为如下所述：将甲苯的流量改成1kg/h。其余等同于实施例5。

所得结果为：最终稳定产品流量为1.5kg/h左右，得到的二异丙胺的产品纯度≥99％，一次回收率≥23％。

对比例3-2、取消对混合溶液的除水处理。即，将实施例5中的除水后的混合溶液Ⅱ(含水率为0.5％)改成原始的混合溶液Ⅱ(含水率为3.5％)，其余等同于实施例5。

所得结果为：最终稳定产品流量为1.2kg/h左右，得到的二异丙胺的产品纯度≥99％，一次回收率≥18％。

对比例3-3、将共沸剂由甲苯改成环己烷，用量保持不变；其余等同于实施例5。

所得结果为：最终稳定产品流量为2.1kg/h左右，得到的二异丙胺的产品纯度≥99％，一次回收率≥32％。

最后，还需要注意的是，以上列举的仅是本发明的若干个具体实施例。显然，本发明不限于以上实施例，还可以有许多变形。本领域的普通技术人员能从本发明公开的内容直接导出或联想到的所有变形，均应认为是本发明的保护范围。