本發明涉及一種節能型過氧化二異丙苯DCP裝置雙塔回收異丙苯的方法，主要解決現有技術中能耗較高的問題。本發明通過采用一種節能型過氧化二異丙苯DCP裝置雙塔回收異丙苯的方法，采用高低壓雙精餾分離塔流程，設置3臺熱交換器進行物料內部換熱，使能量得到合理利用，由此，避免了低溫丙二醇溶液的消耗，減少了物料反復加熱造成不必要的低壓蒸汽消耗約1/3左右的技術方案較好地解決了上述問題，可用于過氧化二異丙苯DCP裝置中。

1.一種節能型過氧化二異丙苯DCP裝置雙塔回收異丙苯的方法，待分離的異丙苯物料
(2)經由進料預熱器(13)預熱后送入低壓提餾塔(4)進行提餾分離處理，塔釜出料(3)一部
分從低壓提餾塔(4)塔釜送出，另一部分出料用低壓蒸汽由低壓塔再沸器(6)加熱后返回低
壓提餾塔(4)塔釜，還有一部分出料與高壓精餾塔(5)塔頂出料(1)進行換熱，換熱后返回低
壓提餾塔(4)塔釜；低壓提餾塔(4)塔頂出料經由低壓塔冷凝器(7)冷凝后由低壓塔頂增壓
泵(8)增壓后送至第一熱交換器(9)與高壓精餾塔(5)塔釜回流料進行換熱，換熱后的物料
送入高壓精餾塔(5)塔釜進行精餾分離處理；高壓精餾塔(5)塔頂出料(1)為高純度異丙苯，
首先送至第二熱交換器(12)與部分低壓提餾塔塔釜出料(3)進行換熱，換熱后的塔頂出料
一部分作為回流由高壓塔頂增壓泵(15)增壓后送回高壓精餾塔(5)，另一部分塔頂出料(1)
送至進料預熱器(13)與進料(2)進行換熱，最后塔頂出料(1)送至塔頂出料冷卻器(14)冷卻
后送出；高壓精餾塔(5)釜一部分出料用低壓蒸汽由高壓塔塔釜再沸器(11)加熱后返回高
壓精餾塔(5)塔釜，另一部分出料用高壓塔釜增壓泵(10)增壓后送至第一熱交換器(9)換熱
后返回低壓提餾塔(4)塔頂；所述高壓精餾塔操作溫度為110℃-170℃，操作壓力為10-
60kPaA；低壓提餾塔操作溫度為60℃-120℃，操作壓力為1-12kPaA；高壓精餾塔塔頂出料冷
卻器操作溫度為30℃-80℃，高壓精餾塔塔釜再沸器操作溫度為145℃-175℃，低壓提餾塔
塔頂冷凝器操作溫度為30℃-90℃，低壓提餾塔塔釜再沸器操作溫度為90℃-130℃，進料預
熱器操作溫度為30℃-140℃，第一熱交換器操作溫度為50℃-170℃，第二熱交換器操作溫
度為80℃-140℃；所述低壓提餾塔(4)塔釜出料(3)10～20wt％從低壓提餾塔(4)塔釜送出，
5～15wt％出料用低壓蒸汽由低壓塔再沸器(6)加熱后返回低壓提餾塔(4)塔釜，85～
65wt％出料與高壓精餾塔(5)塔頂出料(1)進行換熱；所述高壓精餾塔(5)塔頂出料(1)為高
純度異丙苯，首先送至第二熱交換器(12)與部分低壓提餾塔塔釜出料(3)進行換熱，換熱后
的塔頂出料的65～85wt％作為回流由高壓塔頂增壓泵(15)增壓后送回高壓精餾塔(5)，35
～15wt％塔頂出料(1)送至進料預熱器(13)與進料(2)進行換熱；所述高壓精餾塔(5)塔釜
50～70wt％出料用低壓蒸汽由高壓塔塔釜再沸器(11)加熱后返回高壓精餾塔(5)塔釜，50
～30wt％出料用高壓塔釜增壓泵(10)增壓后送至第一熱交換器(9)換熱后返回低壓提餾塔
(4)塔頂。
2.根據權利要求1所述節能型過氧化二異丙苯DCP裝置雙塔回收異丙苯的方法，其特征
在于所述高壓精餾塔操作溫度為120℃-160℃，操作壓力為15-55kPaA，低壓提餾塔操作溫
度為70℃-110℃，操作壓力為2-10kPaA，高壓精餾塔塔頂出料冷卻器操作溫度為35℃-75
℃，高壓精餾塔塔釜再沸器操作溫度為150℃-170℃，低壓提餾塔塔頂冷凝器操作溫度為35
℃-85℃，低壓提餾塔塔釜再沸器操作溫度為95℃-120℃，進料預熱器操作溫度為35℃-130
℃，第一熱交換器操作溫度為60℃-160℃，第二熱交換器操作溫度為90℃-135℃。
3.根據權利要求1所述節能型過氧化二異丙苯DCP裝置雙塔回收異丙苯的方法，其特征
在于所述高壓精餾塔操作溫度為130℃-150℃；操作壓力為20-50kPaA，低壓提餾塔操作溫
度為80℃-100℃；操作壓力為3-8kPaA，高壓精餾塔塔頂出料冷卻器操作溫度為40℃-70℃，
高壓精餾塔塔釜再沸器操作溫度為155℃-165℃，低壓提餾塔塔頂冷凝器操作溫度為40℃-
80℃，低壓提餾塔塔釜再沸器操作溫度為100℃-110℃，進料預熱器操作溫度為40℃-120
℃，第一熱交換器操作溫度為70℃-150℃，第二熱交換器操作溫度為100℃-130℃。