本发明涉及化工合成，具体涉及一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统及方法。
背景技术：
1、n-乙烯基吡咯烷酮(简称nvp)是一种聚合单体，主要用于生产聚乙烯吡咯烷酮(简称pvp)。pvp是一种非离子型水溶性高分子化学品，它不仅具有优异的溶解性、成膜性、化学稳定性、黏结能力、生理惰性和保护胶作用，而且还可以与许多有机、无机高分子化合物反应生成多种新型功能优异的化学品，因此在医药卫生、日用化工、颜料涂料、办公文具、饮料与食品等领域应用广泛。nvp作为生产pvp的关键单体，因pvp的广泛应用而市场需快速增长。
2、nvp合成方法主要有加压乙炔法 (reppe 法)、催化脱水法和吡咯烷酮法。乙炔法是最早也是迄今为止最成熟的方法，是一种传统的合成方法，由 reppe 首次提出。该工艺通常使用碱金属作为催化剂，反应物为2-吡咯烷酮 (2-p) 和乙炔。α-吡咯烷酮与氢氧化钾反应生成吡咯烷酮钾盐。反应过程中可能会生成水，催化剂需要通过脱水，以确保催化剂的有效性和产物纯度。吡咯烷酮钾盐随后可以用作α-吡咯烷酮与乙炔（acetylene）合成n-乙烯基吡咯烷酮（n-vinyl pyrrolidone, nvp）的催化剂。为了提高乙炔的溶解度，加快反应速率，该反应一般采用在加压条件（约1 mpa，约为10个标准大气压）下进行。现有的乙炔法生产工艺，存在反应温控难度大、自动化程度低、产品纯度低等的缺点；具体包括易发生生产装置严重堵塞、反应温度波动大、产品质量不稳定、脱重/脱轻/脱水的热量利用率低、产物纯度低、自动化操作程度低等问题。
3、吡咯烷酮法等由于原料与催化剂性质不稳定而不利于工业化。目前具有工业化前景的nvp合成方法是催化脱水法。根据实际反应过程，可以将催化脱水法分为直接脱水法和间接脱水法。直接脱水法是以γ-丁内酯为原料，先与乙醇胺在脱水催化剂的作用下反应生成n-羟乙基吡咯烷酮(nhp)，n-羟乙基吡咯烷酮(nhp)再脱水生成n-乙烯基吡咯烷酮(nvp)。间接脱水法是用另一取代基取代nhp的羟基生成中间产物，然后消去一个小分子得到nvp，关键是卤代剂的选择，常见的为盐酸和氯化亚砜，如先把nhp转化为n-氯乙基吡咯烷酮，然后去除氯化氢得到nvp，该方法适用于实验室小规模试验，由于去除卤素的难度大，因而在实际生产中的应用较少。对于直接脱水法，在国外使用效率较高的酸性氧化铝作为催化剂(w.sehni-zer)时，产率只有60％左右；当使用锡、钛、锆、硅、铪5种元素氧化物的2种或以上作为脱水催化剂时产率有所提高，但nvp的产率仅能够达到80％左右；国内以多元杨华威催化剂(cn1712397a)为代表，催化剂以碱金属或是碱土金属盐、稀土硝酸盐、白炭黑为原料制成，采用常压、惰性气体n2稀释n－羟乙基吡咯烷酮(nhp)蒸汽固相催化反应，产物产率达到80％左右，综上所述，除乙炔法外，目前其它nvp合成技术的产率普遍不高，生产成本较高。
4、针对乙炔法生产n-乙烯基吡咯烷酮存在的高温高压操作、反应温控难度大、乙炔有爆炸危险、工艺流程长等缺点，本发明开发了一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统及方法，对提高n-乙烯基吡咯烷酮的自动化生产水平，提高反应温度可控性和工艺安全性，降低生产成本，提高产品质量，减少三废排放具有重要意义。
技术实现思路
1、（一）要解决的技术问题
2、鉴于现有技术的上述缺点、不足，本发明提供一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统及方法，其解决了反应温度波动大、产品质量不稳定、脱重/脱轻/脱水的热量利用率低、产物纯度低、自动化操作程度低等技术问题。
3、（二）技术方案
4、第一方面，本发明提供一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其包括：催化剂混料釜、催化剂制备釜、中性填料反应器、轻重组分分离塔、n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔；
5、催化剂混料釜连接第一氮气压缩机和苛性碱自动研磨定量进料系统和α-吡咯烷酮定量进料泵，催化剂混料釜为带有加热夹套的反应釜；第一氮气压缩机氮气用于对催化剂混料釜内排空和维持微正压环境；
6、催化剂制备釜连接第二氮气压缩机和催化剂脱水系统；所述催化剂混料釜的出料通过预混料定量进料泵将催化剂混料釜的α-吡咯烷酮和苛性碱的混合料输送到催化剂制备釜；催化剂脱水系统用于对催化剂制备釜制备的催化剂进行脱水处理；所述催化剂制备釜为带有加热夹套的反应釜；第二氮气压缩机用于对催化剂制备釜排空和维持微正压环境；
7、催化剂制备釜与中性填料反应器之间设有碱性分子筛预反应器；反应氮气定量进料泵和反应乙炔定量进料泵共同连接反应进气混合罐，由反应进气混合罐输出的混合气经进气压缩机、干燥器后送入碱性分子筛预反应器；催化剂制备釜的出料通过预热换热器组连接碱性分子筛预反应器，使催化剂制备釜内输出的α-吡咯烷酮和催化剂的混合液进入到碱性分子筛预反应器内；在碱性分子筛预反应器内混合气和混合液发生混合形成预反应气液；预反应气液进入中性填料反应器进行充分反应；其中，碱性分子筛预反应器内装填固体大孔径碱性分子筛；中性填料反应器内装填中性分子筛填料；所述反应氮气定量进料泵用于对反应进气混合罐、进气压缩机、干燥器、碱性分子筛预反应器和中性填料反应器进行排空并维持和调节碱性分子筛预反应器和中性填料反应器的反应压力；
8、中性填料反应器的出料经反应物冷凝脱气系统处理以回收其中所含的氮气和乙炔气；经过反应物冷凝脱气系统处理的液相混合物则依次经进入轻重组分分离塔、n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔进行纯化处理；所述轻重组分分离塔、n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔为依次连接的三套负压蒸发-冷凝-回流系统，对中性填料反应器输出的经脱气的液相混合物依次实现轻重组分分离、n-乙烯基吡咯烷酮一次负压精馏提纯和n-乙烯基吡咯烷酮二次负压精馏提纯处理，制得纯化的n-乙烯基吡咯烷酮。
9、根据本发明的较佳实施例，碱性分子筛预反应器中的固体大孔径碱性分子筛采用naoh、koh、碱性金属氧化物和碱性金属盐中的至少一种载于分子筛骨架材料上所制成；所述分子筛骨架材料为氧化硅、氧化铝或炭的分子筛骨架材料。
10、根据本发明的较佳实施例，所述碱性金属氧化物为mgo、cao、sro、beo、bao、ceo2、tho2、tio2、zro2、sno2、zno、al2o3、la2o3、na2o和k2o中的至少一种；所述碱性金属盐为k2co3、khco3、knaco3、naco3、na2wo4·2h2o、baco3、caco3、srco3、(nh4)2co3和kcn中的至少一种。
11、根据本发明的较佳实施例，所述催化剂脱水系统包括催化剂脱水精馏塔、气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组、催化剂脱水精馏塔冷凝罐、催化剂脱水精馏塔真空泵和催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐；催化剂脱水精馏塔真空泵维持催化剂脱水精馏塔的塔顶负压；催化剂制备釜内升温至设定值后，釜内气相进入催化剂脱水精馏塔，在负压下进入连接在催化剂脱水精馏塔顶部的气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组冷凝，冷凝后的液相进入催化剂脱水精馏塔冷凝罐并回流至塔顶，当催化剂脱水精馏塔冷凝罐达到预定液位后，导入到催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐，在催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐设置滤网促进水与α-吡咯烷酮的分离，由催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐的上方导出水，由催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐的底部导出脱水的α-吡咯烷酮，并回收至催化剂混料釜，催化剂脱水精馏塔的塔釜液被回用至催化剂混料釜。
12、根据本发明的较佳实施例，催化剂制备釜内输出的α-吡咯烷酮和催化剂的混合液经由反应液相进料泵泵入预热换热器组，经预热换热器组对混合液预热后进入碱性分子筛预反应器，达到碱性分子筛预反应器设定的乙炔气进气液位后，启动反应乙炔定量进料泵，使乙炔气依次经反应进气混合罐、进气压缩机和干燥器后到达碱性分子筛预反应器。
13、根据本发明的较佳实施例，所述反应物冷凝脱气系统包括反应物冷凝器组，经反应物冷凝器组冷凝产生的液相混合物进入反应物冷凝液罐，而冷凝后产生的气相混合物则上升后进气相反应物缓冲罐，收集在气相反应物缓冲罐的气相混合物（主要是氮气和未反应的乙炔气）则经气相回用泵泵至反应进气混合罐进行回收利用。
14、根据本发明的较佳实施例，反应物冷凝液罐收集的液相反应物经轻重组分分离塔进料泵泵入轻重组分分离塔；轻重组分分离塔内由第一负压真空泵维持负压，在塔釜底部和顶部温差下，液相混合物上升后由轻重组分分离塔顶部进入轻重组分分离塔冷凝器组后降温回到轻重组分回流罐并由轻重组分回流罐循环回流至轻重组分分离塔，经前述循环上升冷凝回流后轻重组分回流罐收集的轻组分至预定液位并存至分离塔冷凝液外送罐，而轻重组分分离塔的塔釜液进入轻重组分分离塔重组分罐；
15、由分离塔冷凝液外送罐收集的轻组分进入n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔进行负压精馏提纯，n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔由第二负压真空泵维持负压，在塔釜底部和顶部温差下，液相混合物上升后由n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔顶部进入精馏塔冷凝器组后降温回到精馏塔回流罐并由精馏塔回流罐循环回流至n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔，经前述循环上升冷凝回流后精馏塔回流罐收集的液相物料至预定液位并存至精馏塔冷凝液外送罐，n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔的塔釜液进入α-吡咯烷酮粗品储存罐；
16、精馏塔冷凝液外送罐收集的一次精馏液进入n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔进行二次产品提纯，n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔内由第三负压真空泵维持负压，在塔釜底部和顶部温差下，液相混合物上升后由n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔的顶部进入提纯塔冷凝器组后降温回到提纯塔回流罐并由提纯塔回流罐循环回流至n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔，经前述循环上升冷凝回流后提纯塔回流罐收集的纯化n-乙烯基吡咯烷酮至预定液位并存至n-乙烯基吡咯烷酮成品外送罐，n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔的塔釜液进入n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐。
17、根据本发明的较佳实施例，α-吡咯烷酮粗品储存罐和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐还连接有α-吡咯烷酮提纯塔，以用于将α-吡咯烷酮粗品储存罐和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐中储存的α-吡咯烷酮进行提纯和回收；
18、α-吡咯烷酮粗品储存罐和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐中的液相物料泵入α-吡咯烷酮提纯塔内，α-吡咯烷酮提纯塔由第四负压真空泵维持负压，在塔釜底部和顶部温差下，液相物料上升由α-吡咯烷酮提纯塔的顶部进入α-吡咯烷酮提纯塔冷凝器组后降温回到α-吡咯烷酮提纯塔回流罐并由α-吡咯烷酮提纯塔回流罐循环回流至α-吡咯烷酮提纯塔，经前述循环上升冷凝回流后α-吡咯烷酮提纯塔回流罐收集的纯化α-吡咯烷酮最终汇集到α-吡咯烷酮提纯塔产品外送罐，α-吡咯烷酮提纯塔的塔釜液进入α-吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐。
19、根据本发明的较佳实施例，所述α-吡咯烷酮提纯塔产品外送罐以α-吡咯烷酮回用泵连接至α-吡咯烷酮回用换热器经升温后泵入中性填料反应器或催化剂混料釜作为合成n-乙烯基吡咯烷酮的原料。
20、根据本发明的较佳实施例，α-吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐和轻重组分分离塔重组分罐连接污水处理系统。
21、根据本发明的较佳实施例，n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔的底部设有再沸器，通过再沸器维持n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔的底部温度；在α-吡咯烷酮提纯塔的底部设有再沸器，通过再沸器维持α-吡咯烷酮提纯塔的底部温度。
22、根据本发明的较佳实施例，所述分离塔冷凝液外送罐、精馏塔冷凝液外送罐、n-乙烯基吡咯烷酮成品外送罐、α-吡咯烷酮提纯塔产品外送罐均采用底面倾斜设计，在最低端出料口设伴热带。提高出料温度，减少结晶物对物料反应及传输管道的影响，延长装置可运行时间，减少非计划停车。
23、根据本发明的较佳实施例，所述预热换热器组、气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组、反应物冷凝器组、轻重组分分离塔冷凝器组、精馏塔冷凝器组、提纯塔冷凝器组、α-吡咯烷酮提纯塔冷凝器组中分别包含多个独立的通入冷介质或热介质的热交换器。
24、第二方面，本发明提供一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产方法，其采用上述的生产系统进行工业化生产n-乙烯基吡咯烷酮，其包括如下步骤：
25、s1、催化剂预混加热：
26、氮气首先进入催化剂混料釜进行排空并保持催化剂混料釜内微正压环境，压力为0.2-0.4kpa；达到设定压力后再进α-吡咯烷酮，同时自动研磨定量进料系统将苛性钾或苛性钠片剂磨成粉料；α-吡咯烷酮达到预定液位后启动搅拌，边搅拌边进苛性钾或苛性钠的粉料；将催化剂混料釜升温至80-90℃后准备放料至催化剂制备釜；其中，苛性钾或苛性钠的质量为进入催化剂混料釜的α-吡咯烷酮质量的1.8-2.7%，为进入中性填料反应器的α-吡咯烷酮质量的1.2-1.8%；
27、s2、催化剂及反应液相制备
28、氮气首先进入催化剂制备釜进行排空并维持催化剂制备釜微正压环境，压力为0.01-0.1kpa；达到设定压力后，使催化剂混料釜内的物料输送进来，达到设定液位后，启动搅拌和加热，温度维持在110-130℃；达到设定温度后，釜内气相进入催化剂脱水系统，催化剂脱水系统的催化剂脱水精馏塔塔顶温度维持90℃，塔顶压力为-32~-31kpa，催化剂脱水系统的冷凝温度为75-85℃；通过催化剂脱水系统在催化剂制备釜内获得脱水催化剂和α-吡咯烷酮组成的反应液；
29、s3、反应和脱气
30、反应液被预热至145-155℃后被输送至碱性分子筛预反应器，当达到碱性分子筛预反应器设定乙炔气进气液位后，启动反应乙炔定量进料泵，乙炔气依次经反应进气混合罐，压缩机，干燥器后进入碱性分子筛预反应器，维持碱性分子筛预反应器温度为175-185℃，由氮气定量进料泵维持反应压力为1100-1200kpa；由碱性分子筛预反应器输出的预反应气液相泵入中性填料反应器进一步反应，中性填料反应器的反应温度175-185℃，由氮气定量进料泵维持反应压力为1100-1200kpa；对中性填料反应器输出的反应混合液进行反应物冷凝脱气系统处理，反应物冷凝脱气系统包括连接在中性填料反应器顶部的反应物冷凝器组使反应混合液的降温幅度为15-25℃，冷凝后的液相进入反应物冷凝液罐，气相进入气相反应物缓冲罐并被返回至反应进气混合罐进行回用，反应物冷凝液罐内温度维持155-170℃；其中，乙炔进气与α-吡咯烷酮总进料质量之比维持4-5.0：10；
31、s4、轻重组分分离
32、反应物冷凝液罐存储的反应物通过轻重组分分离塔实现轻重组分的分离，轻重组分分离塔负压保持-99kpa±3kpa,塔底利用来自反应物冷凝液罐的反应物初始温度维持，为155-170℃；塔顶温度维持132℃±5℃；
33、s5、n-乙烯基吡咯烷酮一次负压精馏提纯
34、由s4分离出的轻组分由n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔进行一次精馏提纯，n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔利用进料初始温度维持在120-130℃，塔顶维持在97℃±3℃，塔内负压为-99.5kpa±2.5kpa；
35、s6、n-乙烯基吡咯烷酮二次负压精馏提纯
36、由s5提纯的馏分进一步由n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔进行二次精馏提纯，n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔利用再沸器维持温度在110-120℃，塔顶维持在93℃±2℃，塔内负压为-100.025kpa±2kpa；
37、s7、α-吡咯烷酮负压精馏回用
38、将s5和s6两步中所产生的塔釜液合并，采用α-吡咯烷酮提纯塔进行提纯回收，α-吡咯烷酮提纯塔利用再沸器维持温度在130-140℃，塔顶温度维持114℃±4℃，塔内负压为-100.1kpa±3kpa；产生的馏分经换热器加热后，回输至中性填料反应器或催化剂混料釜进行回用。
39、其中，α-吡咯烷酮提纯塔的塔釜液和轻重组分分离塔的塔釜液进入污水处理单元处理后，液相达外排标准后外排，固体废弃物走危废处理流程处理。
40、（三）有益效果
41、本发明的技术效果包括如下几个方面：
42、1、本发明催化剂制备采用koh片剂预先低速磨粉定量进料混合，后升温反应制备法，减少待脱水的水量，提高了催化剂制备效率与纯度，最大限度降低副反应；
43、2、本发明在中性填料反应器之前设碱性分子筛预反应器，内装固体大孔径碱性分子筛，碱性环境可以促进产品正反应的进行，同时反应放热增大后再转入反应器，以便利用反应器的空间实现反应温度的控制，降低反应能耗，提高正反应产品转化率；
44、3、本发明反应设备采用中性填料反应器，增加液相、气相接触面积的同时利于集中反应温度控制，提高能源综合利用效率；
45、4、本发明采用乙炔气过量进料反应方式，对气相进压缩机前预混合、出压缩机后干燥处理，反应后冷凝回用，既保证反应正向转化率，又实现循环利用。
46、5、本发明的系统可实现根据物料性质、物料升温、反应放热情况按温度梯度依次进行反应器、分离塔布置，对换热器介质进行梯度调节，降低对反应物进行反复加热所增加的额外能耗，精确调控反应温度，
47、减少副反应，满足生产节能、环保要求；
48、6、本发明物料外送罐采用底面倾斜设计，在最低端出料口设伴热带，换热器出口温度一般高于70℃，减少结晶物对物料反应及传输管道的影响，延长装置可运行时间，减少非计划停车。
49、7、本发明采用dcs控制系统对反应器进料、反应器温度、氮封、负压脱水、负压脱轻、进出供料等系统、设备进行集中管理和远程分散精准控制，实现装置控制自动化，降低工人的劳动强度，实现对产品质量精准控制。
1.一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，其包括：催化剂混料釜（1）、催化剂制备釜（2）、中性填料反应器（3）、轻重组分分离塔（4）、n-乙烯基吡咯烷酮精馏塔（5）和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔（6）；
2.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，碱性分子筛预反应器（38）中的固体大孔径碱性分子筛采用naoh、koh、碱性金属氧化物和碱性金属盐中的至少一种载于分子筛骨架材料上所制成；所述分子筛骨架材料为氧化硅、氧化铝或炭的分子筛骨架材料；所述碱性金属氧化物为mgo、cao、sro、beo、bao、ceo2、tho2、tio2、zro2、sno2、zno、al2o3、la2o3、na2o和k2o中的至少一种；所述碱性金属盐为k2co3、khco3、knaco3、naco3、na2wo4·2h2o、baco3、caco3、srco3、(nh4)2co3和kcn中的至少一种。
3.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，所述催化剂脱水系统包括催化剂脱水精馏塔（23）、气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组（24）、催化剂脱水精馏塔冷凝罐（25）、催化剂脱水精馏塔真空泵（26）和催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐（27）；催化剂脱水精馏塔真空泵（26）维持催化剂脱水精馏塔（23）的塔顶负压；催化剂制备釜（2）内升温至设定值后，釜内气相进入催化剂脱水精馏塔（23），在负压下进入连接在催化剂脱水精馏塔（23）顶部的气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组（24）冷凝，冷凝后的液相进入催化剂脱水精馏塔冷凝罐（25）并回流至塔顶，当催化剂脱水精馏塔冷凝罐（25）达到预定液位后，导入到催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐（27），在催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐（27）设置滤网促进水与α-吡咯烷酮的分离，由催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐（27）的上方导出水，由催化剂脱水精馏塔冷凝液沉淀分离罐（27）的底部导出脱水的α-吡咯烷酮，并回收至催化剂混料釜（1），催化剂脱水精馏塔（23）的塔釜液被回用至催化剂混料釜（1）。
4.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，催化剂制备釜（2）内输出的α-吡咯烷酮和催化剂的混合液经由反应液相进料泵（36）泵入预热换热器组（37），经预热换热器组（37）对混合液预热后进入碱性分子筛预反应器（38），达到碱性分子筛预反应器（38）设定的乙炔气进气液位后，启动反应乙炔定量进料泵（32），使乙炔气依次经反应进气混合罐（33）、进气压缩机(34)和干燥器（35）后到达碱性分子筛预反应器（38）。
5.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，所述反应物冷凝脱气系统包括反应物冷凝器组（312），经反应物冷凝器组（312）冷凝产生的液相混合物进入反应物冷凝液罐（313），而冷凝后产生的气相混合物则上升后进气相反应物缓冲罐（314），收集在气相反应物缓冲罐（314）的气相混合物则经气相回用泵（315）泵至反应进气混合罐（33）进行回收利用。
6.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，反应物冷凝液罐（313）收集的液相反应物经轻重组分分离塔进料泵（41）泵入轻重组分分离塔（4）；轻重组分分离塔（4）内由第一负压真空泵（43）维持负压，在塔釜底部和顶部温差下，液相混合物上升后由轻重组分分离塔（4）顶部进入轻重组分分离塔冷凝器组（42）后降温回到轻重组分回流罐（44）并由轻重组分回流罐（44）循环回流至轻重组分分离塔（4），经前述循环上升冷凝回流后轻重组分回流罐（44）收集的轻组分至预定液位并存至分离塔冷凝液外送罐（45），而轻重组分分离塔（4）的塔釜液进入轻重组分分离塔重组分罐（46）；
7.根据权利要求6所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，α-吡咯烷酮粗品储存罐（56）和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐（66）还连接有α-吡咯烷酮提纯塔（7），以用于将α-吡咯烷酮粗品储存罐（56）和n-乙烯基吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐（66）中储存的α-吡咯烷酮进行提纯和回收；
8.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，所述α-吡咯烷酮提纯塔产品外送罐（75）以α-吡咯烷酮回用泵（78）连接至α-吡咯烷酮回用换热器（310）经升温后泵入中性填料反应器（3）或催化剂混料釜（1）作为合成n-乙烯基吡咯烷酮的原料；α-吡咯烷酮提纯塔塔底重组分罐（76）和轻重组分分离塔重组分罐（46）连接污水处理系统。
9.根据权利要求1所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统，其特征在于，分离塔冷凝液外送罐（45）、精馏塔冷凝液外送罐（55）、n-乙烯基吡咯烷酮成品外送罐（65）、α-吡咯烷酮提纯塔产品外送罐（75）均采用底面倾斜设计，在最低端出料口设伴热带；所述预热换热器组（37）、气相经催化剂脱水精馏塔冷凝器组（24）、反应物冷凝器组（312）、轻重组分分离塔冷凝器组（42）、精馏塔冷凝器组（52）、提纯塔冷凝器组（62）中分别包含多个独立的通入冷介质或热介质的热交换器。
10.一种工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产方法，其采用权利要求1-9任一项所述的工业化n-乙烯基吡咯烷酮生产系统进行生产，其特征在于，包括如下步骤：
