CN114906812B

CN114906812B - 一种有机混酸分离纯化方法

Info

Publication number: CN114906812B
Application number: CN202210613346.3A
Authority: CN
Inventors: 刘永超; 钱炜雯
Original assignee: Hunan Wugan Pharmaceutical Co ltd
Current assignee: Hunan Wugan Pharmaceutical Co ltd
Priority date: 2022-06-01
Filing date: 2022-06-01
Publication date: 2023-06-23
Anticipated expiration: 2042-06-01
Also published as: CN114906812A

Abstract

本发明提供了一种有机混酸分离纯化方法，它包括以下步骤：(a)将混酸溶液导入精馏塔中进行精馏处理得塔顶产物和塔底产物；(b)将所述塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物；将所述混合产物经再沸器加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物，分离出的离子平衡剂从塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用；(c)将所述塔顶产物输送至第二分离罐进行气液分离得第二气体产物和第二液体产物；(d)将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出回收硝基烷烃溶液用于盐酸羟胺生产的原料。能够实现对有机混酸的分离纯化，获得高纯度的盐酸溶液和有机酸溶液。

Description

一种有机混酸分离纯化方法

技术领域

本发明属于化学原料药生产过程领域，涉及一种分离纯化方法，具体涉及一种有机混酸分离纯化方法。

背景技术

申请公布号为CN113321578A的中国发明专利公开了一种工业磺胺联产羟胺类产品和有机酸下游产品循环经济产业链的绿色工艺，包括将盐酸混酸进行分离纯化，分离得到硫酸和联产盐酸，部分联产盐酸与硝基烷烃进行水解反应，得到有机混酸和联产盐酸羟胺，有机混酸进行分离纯化，得到联产有机酸。该申请公开了有机混酸分离出盐酸和有机酸的方法，但是并未公开详细的分离原理和工艺参数；本申请是上述申请的子项，重点突出离子平衡耦合精馏工艺的技术特点，且物料参数、工艺参数等(如混酸溶液组成等)与上述专利保持一致。

发明内容

本发明的目的在于提供一种有机混酸分离纯化方法，能够获得盐酸和有机酸的高效分离并获得高纯度的盐酸和有机酸溶液。

为了实现上述技术问题，本发明提供了一种有机混酸分离纯化方法，它包括以下步骤：

(a)将混酸溶液导入精馏塔中进行精馏处理得塔顶产物和塔底产物，控制所述精馏塔的工艺参数为：塔顶温度为80～120℃、塔底温度为90～150℃、操作压力为-0.04MPa～常压且塔板数为8～20；

(b)将所述塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物；将所述混合产物经再沸器加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物，分离出的离子平衡剂从塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用；分离出的塔底产物部分被输送至所述精馏塔的塔底、部分被输送至第一分离罐进行气液分离得第一气体产物和第一液体产物；

(c)将所述塔顶产物输送至第二分离罐进行气液分离得第二气体产物和第二液体产物；

(d)将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出以回收硝基烷烃溶液用作盐酸羟胺生产的原料；将所述第一气体产物和所述第二气体产物输送至盐酸吸收装置中进行处理得盐酸溶液；对所述第一液体产物进行吸附除杂、离子交换得有机酸溶液。

优化地，步骤(b)中，经再沸器加热后的所述离子平衡剂被循环泵输送至所述精馏塔的塔顶；所述离子平衡剂与所述待处理混酸溶液的质量比为0.5～2：1。

进一步地，步骤(b)中，所述离子平衡剂为氯化钙、氯化铁、氯化钾、氯化钠或氯化锂的饱和水溶液；更优选的，所述离子平衡剂为氯化钙、氯化铁或氯化钾的饱和水溶液。

进一步地，步骤(b)中，被输送至所述精馏塔塔底的塔底产物与被输送至第一分离罐的塔底产物质量比为1：0.5～2。

进一步地，步骤(b)中，被输送至第一分离罐的部分所述塔底产物在进行气液分离前还进行二级除沫和三级除沫，除沫、二级除沫和三级除沫产生的液体产物被输送回所述再沸器。

进一步地，步骤(b)中，利用被输送至第一分离罐的塔底产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔底产物，以实现能量综合利用。

更进一步地，步骤(c)中，利用塔顶产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔顶高沸点组分，以实现能量综合利用。

具体地，步骤(d)中将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出回收硝基烷溶液烃用于盐酸羟胺生产的原料，质量回流比0.1～1.5：1。

本发明有机混酸分离纯化方法，通过严格控制精馏塔的工艺参数、混合产物的分配比例等，能够实现对有机混酸(含有水、氯化氢、R-COOH、R-NO₂，其中，氯化氢的含量为10％～25％、R-COOH的含量为15％～40％、R-NO₂的含量为0.5％～5％)的分离纯化，获得高纯度的盐酸溶液(纯度为99.5％～100％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99％～100％、浓度为20％～50％)，回收硝基烷溶液烃用于盐酸羟胺生产的原料(纯度为80％～90％、浓度为20％～25％)。

附图说明

图1为本发明有机混酸分离纯化方法中使用的有机混酸分离纯化装置的结构示意图；

图2为本发明有机混酸分离纯化方法中使用的除沫器的结构示意图；

图3为本发明有机混酸分离纯化用除沫器中第一导流板或第二导流板的结构示意图；

图4为本发明有机混酸分离纯化用除沫器中第三罐体的截面图。

具体实施方式

本发明有机混酸分离纯化方法，它包括以下步骤：(a)将混酸溶液导入精馏塔中进行精馏处理得塔顶产物和塔底产物，控制所述精馏塔的工艺参数为：塔顶温度为80～120℃、塔底温度为90～150℃、操作压力为-0.04MPa～常压且塔板数为8～20；(b)将所述塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物；将所述混合产物经再沸器加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物，分离出的离子平衡剂从塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用；分离出的塔底产物部分被输送至所述精馏塔的塔底、部分被输送至第一分离罐进行气液分离得第一气体产物和第一液体产物；(c)将所述塔顶产物输送至第二分离罐进行气液分离得第二气体产物和第二液体产物；(d)将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出以回收硝基烷烃溶液用作盐酸羟胺生产的原料；将所述第一气体产物和所述第二气体产物输送至盐酸吸收装置中进行处理得盐酸溶液；对所述第一液体产物进行吸附除杂、离子交换得有机酸溶液。通过严格控制精馏塔的工艺参数、混合产物的分配比例等，能够实现对有机混酸(含有水、氯化氢、R-COOH、R-NO₂，其中，氯化氢的含量为10％～25％、R-COOH的含量为15％～40％、R-NO₂的含量为0.5％～5％)的分离纯化，获得高纯度的盐酸溶液(纯度为99.5％～100％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99％～100％、浓度为20％～50％)，回收硝基烷溶液烃用于盐酸羟胺生产的原料(纯度为80％～90％、浓度为20％～25％)。

步骤(b)中，经再沸器加热后的所述离子平衡剂被循环泵输送至所述精馏塔的塔顶；所述离子平衡剂与所述待处理混酸溶液的质量比为0.5～2：1，这样有利于抑制氯化氢溶于水中而残留至最终的有机酸溶液中，从而提高有机酸溶液的纯度。所述离子平衡剂为氯化钙、氯化铁、氯化钾、氯化钠或氯化锂，优选为氯化钙、氯化铁或氯化钾，最优为氯化铁(但是其具有颜色，依次根据需要选用)。步骤(b)中，被输送至所述精馏塔塔底的塔底产物与被输送至第一分离罐的塔底产物质量比为1：0.5～2，当控制在此比例范围时，能够进一步提高最终有机酸溶液的纯度。步骤(b)中，被输送至第一分离罐的部分所述塔底产物在进行气液分离前还进行二级除沫和三级除沫，除沫、二级除沫和三级除沫产生的液体产物被输送回所述再沸器，从而提高最终产品的品质。步骤(b)中，利用被输送至第一分离罐的塔底产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔底产物，实现能量综合利用。步骤(c)中，利用塔顶产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔顶高沸点组分，实现能量综合利用。步骤(d)中将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出回收硝基烷溶液烃用于盐酸羟胺生产的原料，质量回流比0.1～1.5：1，有利于回收硝基烷烃溶液，提高盐酸的纯度。

下面结合附图所示的实施例对本发明作进一步描述。

实施例1

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它采用图1所示的有机混酸分离纯化装置，主要包括精馏塔1、再沸器2、循环泵3、第一分离罐4、除沫组件、盐酸吸收组件6和第二分离罐7等。

其中，精馏塔1可以采用现有常规的，具体地，该精馏塔1的上部连接有混酸进液管10，用于向精馏塔1内输入混酸溶液；该精馏塔1的顶部连接有第一出气管15，用于向外输出塔顶的气体产物；该精馏塔1的底部连接有第一出液管14，用于向外输出塔底的液体产物。更具体地，精馏塔1内设置有填料12(填料12通常位于精馏塔1的中部)以及位于填料12上方的塔板11(即塔板11位于填料12的上方)。在本实施例中，精馏塔1的塔顶温度控制为80～120℃、塔底温度控制为90～150℃，操作压力为-0.04MPa(真空度)～常压，塔板11的数量为8～20块；精馏塔1的外壁上设置有与其内相连通的至少一道气体导管13(本申请中可以根据实际的需求设置多道)，该气体导管13与塔板11的位置相对应且与第一出气管15相连通，可以提高精馏塔1气体产物的导出效果。

再沸器2与第一出液管14相连通，用于承接塔底的液体产物使液体产物与其内储存的离子平衡剂混合(即塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物)，并对其进行加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物；在本实施例中，再沸器2初始时储存有离子平衡剂(即再沸器2中盛装有离子平衡剂，该离子平衡剂为氯化钙的饱和水溶液)。

循环泵3通过第一进液管31与再沸器2相连通且通过第一输液管32与精馏塔1相连通(第一输液管32的另一端连接至精馏塔1的上部而靠近其顶部)，用于将再沸器2中的再加热产物(分离出的离子平衡剂)输送至精馏塔1中(从精馏塔1塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用)。在本实施例中，控制再加热产物(离子平衡剂)和混酸溶液的比例，优选离子平衡剂的用量和混酸溶液的输入量(即待处理混酸溶液的质量)质量比为1.5：1。

再沸出液管包括与再沸器2相连通的主管5、与主管5相连通且与精馏塔1相连通的第一支管51以及与主管5相连通且与第一分离罐4相连通的第二支管52；第一支管51与精馏塔1的下部相连通(连通处位于填料的下方)，用于将再沸器2中的产物(再加热产物中的塔底产物，即分离出的塔底产物)输送至精馏塔1中，有利于减少精馏塔塔底产物中的盐酸含量；第二支管52与第一支管51并联设置，用于向下游输送再加热产物。在本实施例中，第二支管52与第一支管51中流体的质量比例为0.5～2：1。

除沫组件包括安装在主管5上的一级除沫器501，用于抑制再加热产物中塔底产物的起泡(泡沫通常是离子平衡剂)。在本实施例中，除沫组件还包括安装在第二支管52上且依次设置的二级除沫器502和三级除沫器503(二级除沫器502位于三级除沫器503的上游)，二级除沫器502和三级除沫器503分别通过回液支管53与再沸器2相连通，用于消除再加热产物中塔底产物的泡沫并将收集的含泡沫液体回流至再沸器2中。

第一分离罐4的底部连接有第二出液管41，用于输出第一分离罐4底部的产物；在本实施例中，第二出液管41上依次设置有活性炭吸附单元42和离子交换单元43，使得离子交换单元43位于活性炭吸附单元42的下游；活性炭吸附单元42采用现有常规的即可，用于吸附产物中的微小颗粒、固体杂质、金属离子等；离子交换单元43通常是氯离子交换树脂，用于去除产物中的微量Cl^-，从而最终获得有机酸水溶液。

第二分离罐7的中部与第一出气管15相连通，用于接收精馏塔1的气体产品(塔顶产品)；其底部连接有与精馏塔1相连通的回流管72且顶部连接有第二出气管71；回流管72连接至精馏塔1的上部而位于塔板11的上方，用于向精馏塔1内输送第二分离罐7底部的部分产物；回流管72还连接有分液管，用于将第二分离罐7底部的部分产物采出以回收硝基烷烃溶液用作盐酸羟胺生产的原料。

盐酸吸收组件6与第二出气管71相连通且通过第三出气管44与第一分离罐4的顶部相连通，用于接收第二分离罐7、第一分离罐4的气体产物；采用现有的常规的即可，如授权公告号为CN211864462U中的环保型盐酸吸收系统以获得所需浓度的盐酸溶液。

在本实施例中，再沸器2内设置有加热介质引导管21，用于供加热介质(如企业运转产生或使用的高温蒸汽)的输入和输出，以加热再沸器2内的溶液。第一输液管32与精馏塔1的连通处高于混酸进液管10与精馏塔1的连通处，有利于保证分离效果。出气管15和第二支管52还相互独立地安装有换热器8，这两个换热器8还连接有与混酸进液管10相连通的第一混酸进液支管101，这样混酸由第一混酸进液支管101被换热器8加热后，再合并经混酸进液管10进入精馏塔1，进一步提高分离效果。

如图2所示的有机混酸分离纯化用除沫器，主要包括相配合的一级除沫组件501、二级除沫组件502和三级除沫组件503等。

其中，一级除沫组件501包括第一罐体5011、开设在第一罐体5011底部的进料口5012(该进料口5012通常与再沸器相连通)、开设在第一罐体5011侧壁上的第一回料口5013(第一回料口5013位于第一罐体5011侧壁的中部或下部)、一端与第一罐体5011顶部相连通的分流支管(该分流支管的另外两端分别与精馏塔、二级除沫组件502相连通)以及固定在第一罐体5011内壁上且交错设置的多块挡料板5014。在本实施例中，该分流支管包括一端与第一罐体5011顶部相连通的主管5、与主管5另一端相连通用于与精馏塔相连通的第一支管51以及与主管5另一端相连通以连接二级除沫组件502的第二支管52(该主管5和第一支管51也可以根据需要设置成一根管道，这样第二支管52的一端连接至前述管道的中部而形成单独的支管)。挡料板5014为两块，它们向下倾斜设置，使得多块挡料板5014在同一水平面上的投影部分重叠，可以起到挡料的作用，避免物料压力过大、泡沫过多而直接冲到下游的结构中。

二级除沫组件502包括与分流支管一端相连通且水平设置的第二罐体5021、开设在第二罐体5021底部的第二回料口5022、倾斜设置在第二罐体5021内以将其分隔成两部分的第一支撑架5023、安装在第一支撑架5023和第二罐体5021内壁之间且朝向分流支管的多块第一导流板531以及安装在第一支撑架5023上且间隔设置的多块隔板5024。在本实施例中，第一支撑架5023与第二罐体5021内壁顶部的连接点相对其与第二罐体5021内壁底部的连接点更靠近分流支管的端部。每块隔板5024竖直设置，这样物料气流可以经由隔板5024之间的缝隙向下游输送；每块第一导流板531朝进料方向倾斜设置，使得第一导流板531的倾斜趋势与第一支撑架5023的倾斜趋势一致，但是其倾斜程度小于第一支撑架5023的倾斜程度，这样物料气流中的液滴或泡沫可以顺着第一导流板531流至第二罐体5021的底部而经第二回料口5022流出。

三级除沫组件503包括中部与第二罐体5021另一端相连通(通常是通过管道连接)且竖直设置的第三罐体5031、开设在第三罐体5031底部的第三回料口5030、通过第二支撑架5032安装在第三罐体5031内的多块第二导流板532(每块第二导流板532)竖直设置)、安装在第三罐体5031内且位于多块第二导流板532上方的填料5033以及一端设置于第三罐体5031内且位于填料5033上方而另一端延伸至第三罐体5031外的出料管5034；这样物料气流中剩余的液滴或泡沫被填料5033吸附聚集而顺着第二导流板532流至第三罐体5031的底部而经第三回料口5030流出，被填料吸附后的物料气流经出料管5034向下游输送。通过采用一级除沫组件、二级除沫组件和三级除沫组件多重除沫配合，能够将物料中的泡沫去除干净，从而可以保证向下游输送的物料的质量和纯度。具体地，第二罐体5021具有第一进料口，第三罐体5031具有第二进料口，长侧边面朝第一进料口或第二进料口以迎向物料气流而不会对物料气流产生激荡形成紊流。

在本实施例中，如图3所示，第一导流板531和第二导流板532相互独立地由第一直板5310和第二直板5320组成，第一直板5310和第二直板5320具有共同的长侧边且其之间形成的夹角为锐角，如图2所示；第二导流板532在第三罐体5031内的排布方式如图4所示，以保证物料气流与多块第二导流板532充分接触，有利于保证液滴或泡沫从物料气流中集聚。

上述有机混酸分离纯化方法，包括以下步骤：

(a)将混酸溶液导入精馏塔中进行精馏处理得塔顶产物和塔底产物，控制精馏塔的工艺参数为：塔顶温度为80～120℃、塔底温度为90～150℃、操作压力为-0.04MPa～常压且塔板数为8～20；

(b)将塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物；将混合产物经再沸器加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物，分离出的离子平衡剂从塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用；分离出的塔底产物部分被输送至精馏塔的塔底、部分被输送至第一分离罐进行气液分离得第一气体产物和第一液体产物；离子平衡剂为氯化钙饱和水溶液，其与混酸溶液的质量比为1.5：1；被输送至精馏塔的塔底产物与被输送至第一分离罐的塔底产物质量比为1：0.75；被输送至第一分离罐的部分混合产物(即部分塔底产物)在进行气液分离前还进行二级除沫和三级除沫，前述除沫、二级除沫和三级除沫产生的液体产物(通常是离子平衡剂)被输送回再沸器；还利用被输送至第一分离罐的部分混合产物在进行气液分离前加热混酸溶液；

(c)将塔顶产物输送至第二分离罐进行气液分离得第二气体产物和第二液体产物；第二液体产物部分回流至精馏塔的塔顶，部分采出回收硝基烷烃溶液用于盐酸羟胺生产的原料，质量回流比1：1(即回流至精馏塔的塔顶的第二液体产物和采出回收硝基烷烃溶液的第二液体产物质量比为1：1)。利用塔顶产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热混酸溶液、液化塔顶高沸点组分，实现能量综合利用；

(d)将第二液体产物输送至精馏塔的塔顶；将第一气体产物和第二气体产物输送至盐酸吸收装置(即授权公告号为CN211864462U中的环保型盐酸吸收系统)中进行处理得盐酸溶液；对第一液体产物进行吸附除杂、离子交换得有机酸溶液；

最终得到的盐酸溶液(纯度为99.8％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99.5％、浓度为46％)，回收的硝基烷烃溶液(用于盐酸羟胺生产的原料，纯度为86％、浓度为23％)。

实施例2

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它与实施例中的方法基本一致，不同的是：离子平衡剂为氯化铁，最终得到的盐酸溶液(纯度为99.7％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99.7％、浓度为32％)，回收的硝基烷烃溶液(纯度为88％、浓度为20％)。

实施例3

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它与实施例中的方法基本一致，不同的是：离子平衡剂为氯化钾，最终得到的盐酸溶液(纯度为99.7％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99.6％、浓度为38％)，回收的硝基烷烃溶液(纯度为85％、浓度为22％)。

实施例4

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它与实施例中的方法基本一致，不同的是：离子平衡剂为氯化钠，最终得到的盐酸溶液为(纯度为99.6％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99.2％、浓度为26％)，回收的硝基烷烃溶液(纯度为81％、浓度为20％)。

实施例5

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它与实施例中的方法基本一致，不同的是：离子平衡剂为氯化锂，最终得到的盐酸溶液(纯度为99.5％、浓度为30％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为99.1％、浓度为29％)，回收的硝基烷烃溶液(纯度为83％、浓度为21％)。

对比例1

本实施例提供一种有机混酸分离纯化方法，它与实施例中的方法基本一致，不同的是：未将塔底产物与离子平衡剂混合，而将塔底产物进行后续的处理；最终得到的盐酸溶液(纯度为86％、浓度为28％)和有机酸溶液(即R-COOH溶液，纯度为72％、浓度为32％)，回收的硝基烷烃溶液(纯度为41％、浓度为16％)。

上述实施例只为说明本发明的技术构思及特点，其目的在于让熟悉此项技术的人士能够了解本发明的内容并据以实施，并不能以此限制本发明的保护范围。凡根据本发明精神实质所作的等效变化或修饰，都应涵盖在本发明的保护范围之内。

Claims

1.一种有机混酸分离纯化方法，其特征在于，它包括以下步骤：

（a）将混酸溶液导入精馏塔中进行精馏处理得塔顶产物和塔底产物，控制所述精馏塔的工艺参数为：塔顶温度为80~120℃、塔底温度为90~150℃、操作压力为-0.04MPa~常压且塔板数为8~20；

（b）将所述塔底产物与离子平衡剂混合得混合产物；将所述混合产物经再沸器加热、汽化、除沫，分离离子平衡剂和塔底产物，分离出的离子平衡剂从塔顶加入使离子平衡剂在塔内循环使用；分离出的塔底产物部分被输送至所述精馏塔的塔底、部分被输送至第一分离罐进行气液分离得第一气体产物和第一液体产物；所述离子平衡剂为氯化钙、氯化铁、氯化钾、氯化钠或氯化锂的饱和水溶液；

（c）将所述塔顶产物输送至第二分离罐进行气液分离得第二气体产物和第二液体产物；

（d）将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出以回收硝基烷烃溶液用作盐酸羟胺生产的原料；将所述第一气体产物和所述第二气体产物输送至盐酸吸收装置中进行处理得盐酸溶液；对所述第一液体产物进行吸附除杂、离子交换得有机酸溶液。

2.根据权利要求1所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（b）中，经再沸器加热后的所述离子平衡剂被循环泵输送至所述精馏塔的塔顶；所述离子平衡剂与所述待处理混酸溶液的质量比为0.5~2：1。

3.根据权利要求1所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（b）中，所述离子平衡剂为氯化钙、氯化铁或氯化钾的饱和水溶液。

4.根据权利要求1或2所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（b）中，被输送至所述精馏塔塔底的塔底产物与被输送至第一分离罐的塔底产物质量比为1：0.5~2。

5.根据权利要求1或2所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（b）中，被输送至第一分离罐的部分所述塔底产物在进行气液分离前还进行二级除沫和三级除沫，除沫、二级除沫和三级除沫产生的液体产物被输送回所述再沸器。

6.根据权利要求1或2所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（b）中，利用被输送至第一分离罐的塔底产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔底产物。

7.根据权利要求6所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（c）中，利用塔顶产物在进行气液分离前与待处理的混酸进行换热，加热所述混酸溶液、液化塔顶高沸点组分。

8.根据权利要求1或2所述有机混酸分离纯化方法，其特征在于：步骤（d）中，将所述第二液体产物部分回流至所述精馏塔的塔顶，部分采出回收硝基烷烃溶液用于盐酸羟胺生产的原料，质量回流比0.1~1.5：1。