有机溶剂提纯方法与装置与流程

本发明涉及一种有机溶剂回收提纯方法与装置，特别是一种二甲基亚砜提纯方法和装置。技术背景溶剂回收是碳纤维装置内重要的生产单元。工业装置回用的二甲基亚砜占溶剂需求总量的90％以上，直接影响生产成本，因此pan原丝装置必须配套建设溶剂回收设施。溶剂回收通常使用减压精馏操作，能源消耗高，该单元的加热蒸汽和循环冷却水用量远远超出其他单元，因此也是碳纤维装置里节能降耗的重要环节。根据碳纤维的生产实践，适于碳纤维聚合生产的二甲基亚砜对还原类杂质、透光度和金属离子要求比较高。工业生产中，二甲基亚砜溶剂回收多采用多塔连续精馏过程，该过程分为预处理、脱水、精制、后处理四个工序，并有辅助的真空系统。预处理主要目的是脱除聚合物、脱酸；脱水单元主要是将二甲基亚砜废液中的水分分离出来，要求水内二甲基亚砜含量远低于1％，满足工业排放要求；精制单元主要是获得高浓二甲基亚砜作为最终产品，满足碳纤维生产过程中溶剂循环利用的要求。中国专利cn107459472提出先脱除聚合物处理，处理后的原料利用减压精馏脱水，脱水后的物料经过减压精馏获得高浓二甲基亚砜产品。中国专利cn102225904提出二甲基亚砜的回收、精制装置及分离方法，包括一级脱水塔、刮膜蒸发器、初蒸馏中间罐、二级脱水塔和dmso精制塔，一级脱水塔连接初蒸馏中间罐，刮膜蒸发器连接初蒸馏中间罐，然后依次连接二级脱水塔、dmso精制塔。二甲基亚砜原料分为两股，低浓度dmso原料是不含高聚物的，dmso含量为2.0％-15.0％，直接进一级脱水塔，脱去原料中大部分的水；高浓度dmso原料是含高聚物的，dmso含量为22.0-50.0％，由刮膜蒸发器脱高聚物后再与脱水后的低浓度原料一同进二级脱水塔，脱水后的原料再次减压精馏获得高浓二甲基亚砜。中国专利104119256提出一种二甲基亚砜提纯方法，包括步骤：将含二甲基亚砜的原料输入第一蒸发器加热并部分蒸发后汽液分离，所得汽相输入精馏塔；所得液相输入第二蒸发器加热并部分蒸发后汽液分离，所得汽相输入精馏塔，所得液相输入刮膜蒸发器；在所述精馏塔塔釜采出二甲基亚砜粗产品，将其输入第三蒸发器加热并部分蒸发后汽液分离，所得液相输入刮膜蒸发器，所得汽相回输至精馏塔作为进料；将第三蒸发器加热并部分蒸发后汽液分离所得汽相回输至第一蒸发器作为加热介质，同时自身冷凝得到提纯后的二甲基亚砜。中国专利cn104891591b提出一种二甲基亚砜回用的方法，该方法将含0.5～1％丙烯腈和1～5％二甲基亚砜废水进入丙烯腈脱除塔，先减压脱除水中的丙烯腈进行分质处理，塔釜液废水经二甲基亚砜浓缩塔、粗品塔减压脱出水分，使得二甲基亚砜含量达到99％，再经精制塔减压精馏得到纯度大于99.97％的二甲基亚砜。中国专利cn106674066提出一种二甲基亚砜纯化方法，该方法步骤如下：1)脱酸除水；2)减压蒸馏；3)第一次熔融结晶；4)第二次熔融结晶。通过上述步骤得到的二甲基亚砜纯度≥99.99％，且收率较高大约85％。上述专利存在共同的问题是工艺流程较长，能耗较高。中国专利cn107459472提出利用如下步骤获得色谱级二甲基亚砜：(1)将原料二甲基亚砜与活性氧化铝混合后搅拌，(2)将吸附后的二甲基亚砜与氢化钙一起减压蒸馏，蒸馏压力12mmhg柱，蒸馏温度约70-90℃，使二甲基亚砜脱水干燥；(3)蒸馏出液储存在装有4a分子筛的储罐内，即得到色谱级二甲基亚砜。很显然该技术是在已获得高浓二甲基亚砜的基础上制备色谱级二甲基亚砜，不适合碳纤维生产中二甲基亚砜废液回收。中国专利cn107362568提出一种碳纤维生产中溶剂回收方法，该方法利用一个减压精馏塔，塔内上段为为填料，下段为塔板。通过减压精馏后获得二甲基亚砜产品。很显然，通过一个减压精馏塔获得的塔釜釜液，有可能得到高浓二甲基亚砜，其缺点在于金属离含量和色度，以及重组分杂质无法脱除。中国专利cn1887864提出运用离子交换的原理去除二甲基亚砜中金属离子，利用大孔弱碱性阴离子交换树脂除去亚砜中的铁离子，利用大孔强酸型阳离子交换树脂脱除二甲基亚砜中的钙、镁、钠和钾离子。该方法虽然可以除去亚砜中的金属离子，但没考虑丙烯腈聚合物对吸附过程的影响，同时受吸附容量的限制，必然会产生固废，固废处理容易引起二次污染。技术实现要素：本发明想要解决的技术问题之一是现有技术虽有针对有机溶剂废液，特别是二甲基亚砜废液回收利用工艺，但工艺流程较长，设备投资及能耗较高的问题，本发明提出一种有机溶剂提纯处理装置，该装置具有设备工艺简单，能耗低，脱除效率高的优点。本发明想要解决的技术问题是之二是现有技术虽有针对有机溶剂废液，特别是二甲基亚砜废液回收利用工艺，但工艺流程较长，设备投资及能耗较高的问题，本发明提出一种有机溶剂回收处理方法，采用上述有机溶剂回收处理装置，该方法具有工艺简单，能耗低，脱除效率高的优点。为解决上述技术问题之一，本发明采用的技术方案为：一种有机溶剂提纯装置，包括精馏塔1、第一再沸器2第二再沸器3、第一冷凝器6、第二冷凝器7；其中，所述精馏塔1中设置至少第一隔板8、第二隔板9，第一隔板和塔壁间形成第一通道，第一通道内设置第一气液接触内件10；第一隔板和第二隔板间形成第二通道，第二通道内设置第二气液接触内件11；第二隔板和塔壁间形成第三通道，第三通道内设置第三气液接触内件12；其中，第一隔板使第一通道具有单独塔顶，第一隔板和第二隔板使第二通道和第三通道具有公用塔顶；第一隔板使第一通道和第二通道具有公共塔釜、第二隔板使第三通道具有单独的塔釜；第一通道和第二通道公用塔釜经第一循环泵4与第一再沸器2相连，第三通道塔釜经第二循环泵5与第二再沸器3相连，第一通道塔顶连接第一冷凝器6，第二通道和第三通道公用塔顶连接第二冷凝器7。上述技术方案中，所述每个通道截面积所占精馏塔截面积的比例范围独立选为10％-90％。上述技术方案中，所述第一通道气液接触内件～第四通道气液接触内件选自塔板或填料。上述技术方案中，所述第一通道气液接触内件～第四通道气液接触内件选自塔板，塔板数为15-35块。上述技术方案中，所述第一通道气液接触内件～第四通道气液接触内件选自填料，填料的理论板数为15-35块。为解决上述技术问题之二，本发明采用的技术方案未：一种有机溶剂提纯处理方法，采用上述解决技术问题之一所述技术方案中任一所述的有机溶剂提纯处理装置，包括以下步骤：1)将有机溶剂废液(a)通入精馏塔的第一通道，第一通道塔顶得到合格轻组分(b)，第一通道塔釜得到含有按照质量百分比计浓度不低于80％的有机溶剂的塔釜液；2)将步骤1)得到的塔釜液经第一再沸器蒸发，部分蒸汽经第一通道蒸发至塔顶，经第一冷凝器冷凝，一部分作为合格轻组分(b)采出，一部分回流(e)；另一部分蒸汽经第二通道到达第二通道和第三通道公用塔顶，经第二冷凝器冷凝，部分以回流(f、g)的方式重新分配至第二通道和第三通道；另一部分作为中间组分(c)采出，采出的中间组分可以单独处理，也可以与有机溶剂废液a混合循环利用；3)重新分配的有机溶剂溶液经过第三通道提浓，在第三通道塔釜内，按照质量百分比计获得有机溶剂浓度不低于99.5％的有机溶剂溶液(d)，作为最终有机溶剂产品采出。上述技术方案中，所述步骤2)中蒸发至第一通道和第二通道的蒸汽比例与其通道截面积成正比，其比例数值介于1/10～9/10之间。上述技术方案中，所述步骤2)冷凝后的有机溶剂溶液以回流的方式重新分配至第二通道和第三通道的分配比例与其通道截面积成正比，其比例数值介于1/10～9/10之间。上述技术方案中，所述步骤2)中精馏塔第一通道与第二通道共用塔釜蒸发条件为：操作压力1kpa～100kpa，操作温度为30℃-160℃。上述技术方案中，所述步骤3)中精馏塔第三通道塔釜蒸发条件为：操作压力1kpa～100kpa，操作温度为30℃-160℃。上述技术方案中，所述步骤2)中的回流比独立选自0.1-10。上述技术方案中，所述有机溶剂为二甲基亚砜，其中第一通道塔顶温度为10-50℃，第二通道与第三通道塔顶温度为20-100℃。采用本发明的技术方案，通过一塔代替传统三塔工艺流程，除了工艺流程大大简化，同时节省了再沸器和冷凝器，从而大大降低能耗，取得了较好的技术效果。附图说明图1为本发明工艺流程。图中1为三通道精馏塔，2为第一再沸器，3为第二再沸器，4为第一循环泵，5为第二循环泵，6为第一冷凝器，7为第二冷凝器，8为第一隔板，9为第二隔板，10为第一气液接触内件，11为第二气液接触内件，12为第三气液接触内件。a为有机溶剂废液，b为合格轻组分，c为中间组分，d为合成有机溶剂产品，e为第一通道回流，f为第二通道回流，g为第三通道回流。图2为比较例1中采用的精馏塔，塔内设置一块隔板，隔板位于中间。图3为比较例2中采用的精馏塔，两块隔板位于中间。图4为比较例3中采用的精馏塔，三块隔板位于中间。下面结合说明书附图对本发明具体实施例作进一步的说明。具体实施方式以下是对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例未注明的具体条件的工艺参数，通常按照常规条件。【实施例1】按照图1的装置，塔内气液接触内件塔板，塔板数为30块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在1kpa，其中第一通道与第二通道共用塔釜温度控制在75℃，第三通道塔釜温度控制在92℃，第一通道塔顶温度控制在25℃，第二通道和第三通道共用塔顶控制在39℃，第一通道回流比为4，第二通道与第三通道共用冷凝回流比9。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、工艺参数和二甲基亚砜收率见表1.1和表1.2表1.1表1.2【实施例2】按照图1的装置，塔内气液接触内件塔板，塔板数为25块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在6kpa，其中第一通道与第二通道共用塔釜温度控制在80℃，第三通道塔釜温度控制在107℃，第一通道塔顶温度控制在28℃，第二通道和第三通道共用塔顶控制在43℃，第一通道回流比为5，第二通道与第三通道共用冷凝回流比7。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、工艺参数和二甲基亚砜收率见表2.1和表2.2表2.1表2.2【实施例3】按照图1的装置，塔内气液接触内件塔板，塔板数为25块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在9kpa，其中第一通道与第二通道共用塔釜温度控制在85℃，第三通道与第四通道共用塔釜温度控制在117℃，第一通道塔顶温度控制在31℃，第二通道和第三通道共用塔顶控制在20℃，第一通道回流比为2，第二通道与第三通道共用冷凝回流比5。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、工艺参数和二甲基亚砜收率见表3.1和表3.2表3.1表3.2【实施例4】按照图1的装置，塔内气液接触内件塔板，塔板数为25块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在22kpa，其中第一通道与第二通道共用塔釜温度控制在124℃，第三通道塔釜温度控制在142℃，第一通道塔顶温度控制在48℃，第二通道和第三通道共用塔顶控制在64℃，第一通道回流比为5，第四通道回流比为3。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、工艺参数和二甲基亚砜收率见表4.1和表4.2表4.1表4.2【对比例1】对比例为图2的精馏塔，塔内设置一块隔板，隔板位于中间，塔内气液接触内件塔板，塔板数为30块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在1kpa，其中塔釜温度控制在92℃，塔顶温度控制在63℃，回流比为4。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、透光率、工艺参数和二甲基亚砜收率见表5。表5【对比例2】对比例为图3的精馏塔，两块隔板位于中间，塔内气液接触内件塔板，塔板数为30块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在1kpa，其中塔釜温度控制在92℃，塔顶温度控制在63℃，回流比为4。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、透光率、工艺参数和二甲基亚砜收率见表6。表6【对比例3】对比例为图4的精馏塔，三块隔板位于中间，塔内气液接触内件塔板，塔板数为30块，塔的具体操作参数为：塔的压力控制在1kpa，其中塔釜温度控制在92℃，塔顶温度控制在63℃，回流比为4。本实施例所用原料及各物流组分的重量百分比组成、透光率、工艺参数和二甲基亚砜收率见表7。表7从以上对比例可以看出，隔板位置对于精馏塔产品纯度的影响较大，对比例中悬空的隔板可能导致塔顶或塔釜的纯组分混合，从而使产品难达到较高的纯度(≥99.5％)。碳纤维聚合过程中使用的二甲基亚砜与通过本工艺得到的二甲基亚砜产品分析结果对比，如表8所示表8项目商品dmso原料指标实施例1实施例2实施例3实施例4水(％)0.090.080.060.040.03dmso(％)99.8899.9299.9499.9699.97聚合物(％)未检出未检出未检出未检出未检出丙烯腈(％)未检出未检出未检出未检出未检出na离子(μg/g)0.090.050.060.060.07k离子(μg/g)0.030.010.020.020.02ca离子(μg/g)0.210.020.020.040.03mg离子(μg/g)0.060.010.010.010.01fe离子(μg/g)0.060.020.040.030.02综上，由表8的数据可以看出，本发明所述的有机溶剂提纯装置和方法，特别是用于二甲基亚砜提纯过程中，可以有效提纯回收碳纤维生产过程中产生的二甲基亚砜废液(包括但不限于聚合用二甲基亚砜溶剂、聚合釜洗釜液、凝固浴亚砜废液等)，提纯后的二甲基亚砜各项指标与商品二甲亚砜相当或优于商品二甲基亚砜，与同类工艺比较，工艺流程简单，精制后的二甲基亚砜透光率很高，这是同类专利达不到或没有报道的。本发明有效的回收二甲基亚砜，降低了生产成本，同时，回收的水可以循环利用，减少了对环境的污染。当前第1页1 2 3 

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