CN103071307A

CN103071307A - 一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法及装置

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Publication number: CN103071307A
Application number: CN2013100248163A
Authority: CN
Inventors: 顾学红; 余从立; 王进明; 庆祖森
Original assignee: JIANGSU NINE HEAVEN HIGH-TECH Co Ltd
Current assignee: JIANGSU NINE HEAVEN HIGH-TECH Co Ltd
Priority date: 2013-01-23
Filing date: 2013-01-23
Publication date: 2013-05-01
Anticipated expiration: 2033-01-23
Also published as: CN103071307B

Abstract

本发明涉及一种将精馏-蒸汽渗透工艺耦合的有机溶剂脱水方法及装置，属于分离技术领域。包括如下步骤：将含水的有机溶剂送入精馏塔，至少部分的塔顶的蒸汽不经冷凝直接由蒸汽渗透装置进行分离，渗透侧为水，截留侧为有机溶剂。装置中包括有依次连接的原料罐、原料泵、预热器、精馏塔、蒸汽渗透装置，精馏塔的塔顶直接连接于蒸汽渗透装置。与现有技术相比，本发明有机溶剂脱水过程中无需添加第三组分，省去了第三组分的添加对环境造成的污染及第三组分的再处理费用，省去了恒沸精馏、萃取精馏过程，省去了产品在精馏塔顶的冷凝及在蒸汽渗透装置中再次蒸发的过程，降低了能耗，提高了产品质量。

Description

一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法及装置

技术领域

本发明涉及一种有机溶剂脱水的方法及装置，尤其涉及一种将精馏和蒸汽渗透工艺耦合的有机溶剂脱水方法及所用的装置，属于分离技术领域。

背景技术

随着工业快速发展，各种有机溶剂得到广泛使用，包括醇类、酯类、酮类、醚类、芳香族化合物等化学溶剂应用于能源、医药、生物等领域，在国民经济中发挥着重要作用。

有机溶剂脱水是有机溶剂生产和使用过程中一个重要环节。传统分离采用方法主要有一般化学方法、吸附法、精馏法。大多数有机溶剂和水形成共沸物或近沸物，采用普通精馏技术难以将水脱除。传统恒沸精馏、萃取精馏技术，需要增加第三组分，不仅能耗高、工艺复杂、而且大量使用了有毒，有害的有机溶剂，给环境带来了很大压力。对于一般化学方法、吸附法，规模化生产过程中会产生大量废液、废渣，也不符合我国节能减排的基本政策。

渗透汽化(蒸汽渗透)膜用于共沸/近沸有机溶剂脱水具有明显的节能与经济优势，已受到广泛应用。对高含水量的有机溶剂脱水，中国专利CN102260140A(精馏渗透汽化法生产无水乙醇的新工艺)将乙醇溶液通过精馏得到95%乙醇，然后将其加热到88℃～91℃进入渗透汽化膜组件进行分离，该方法不添加第三组分得到无水乙醇，但需要对精馏塔顶馏出物进行冷凝，再加热后进行渗透汽化脱水，两种过程单独操作而没有实现能量耦合，资源利用率与脱水效率较低。

发明内容

对低浓度有机溶剂提浓，先采用精馏塔将有机溶剂提浓至共沸、近沸点，然后采用渗透汽化或蒸汽渗透进行进一步脱水具有较高的经济性与较低的能耗。与液相进料的渗透汽化过程相比，以蒸汽形式进料的蒸汽渗透过程具有更高的分离效率与稳定性，但蒸汽渗透过程单独操作需要对原料进行汽化，增大了过程能耗。本发明的目的在于：针对高含水量有机溶剂脱水，采用精馏与蒸汽渗透耦合工艺，将精馏塔得到的馏出物直接以蒸汽形式进入蒸汽渗透装置脱水，一方面提高了膜分离效率与稳定性，另一方面省略了馏出物的冷凝与再次蒸发进入蒸汽渗透装置的过程，实现了热量的集成利用。具体的工艺是：

一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，包括如下步骤：将含水的有机溶剂送入精馏塔进行精馏，部分或全部的塔顶蒸汽不经冷凝直接由蒸汽渗透装置进行分离，渗透侧经冷凝后得到水，截留侧经冷凝后得到有机溶剂。

采用上述工艺时，将含水量较高的有机溶剂原料由泵输送至精馏塔，经精馏塔将原料进行初步的分离。相比于原料，塔顶蒸汽中的有机溶剂的含量得到了提高，而塔底产物中水的含量也相应地提高。传统的方法是将塔顶的蒸汽进行全部冷凝，其中一部分从塔顶回流进精馏塔，而另一部分冷凝液再进行加热、蒸发后由蒸汽渗透装置再进一步地分离，不足之处在于：需要将塔顶的蒸汽全部冷凝后再加热使其蒸发，这会导致较大的能量消耗。本工艺中，至少有部分的塔顶蒸汽不需要经过冷凝，直接进行蒸汽渗透装置，从而不仅减少了设备的投资，也避免了先冷凝再加热蒸发的工序，降低了能耗，经过冷凝的那一部分冷凝液可以回流进精馏塔也可以用传统的加热方式送入蒸汽渗透装置进行分离；进行部分冷凝时，冷凝量不需具体限定，只要有一部分蒸汽直接进入蒸汽渗透装置即可实现节约能耗的目的。另外，也可以将塔顶的全部蒸汽不经冷凝直接送入渗透汽化装置，此时精馏塔起的作用相当于是将含水的有机溶剂进行初步的蒸馏分离，再通过渗透汽化装置进一步地分离，也可以实现本技术方案。水分子优先透过膜，富集于膜的渗透侧被脱除，而有机分子被截留在膜的原料侧，在蒸汽渗透装置出口得到高纯有机溶剂，作为产品采出。膜渗透侧主要组成为水，其中可能含有少量有机溶剂。

作为本发明的一种改进方式，塔顶的蒸汽可以先通过一个分凝器，将其部分冷凝，其中的冷凝液返回至精馏塔，构成精馏段，把上升蒸汽中易挥发组分进一步提浓。未经分凝器冷凝的蒸汽直接进入蒸汽渗透装置，进行进一步地分离。

作为本发明的一种改进方式，塔顶的蒸汽全部通过蒸汽渗透装置进行分离，再将截留侧冷凝得到的有机溶剂从精馏塔塔顶回流。采用这样的实施方式，不仅可以保证有一部分塔底的蒸汽可以不经冷凝直接进行渗透汽化装置，同时也具有一部分原料从塔顶进行回流，形成精馏段。

作为本发明的一种改进方式，蒸汽渗透装置截留侧的出口处的有机溶剂进行冷凝前，先与精馏塔的进料进行换热。可以将截留侧的有机溶剂蒸汽的余热充分利用，再进行冷凝后得到有机溶剂产品。

作为本发明的一种改进方式，蒸汽渗透装置的渗透液经过冷凝后，送入精馏塔。进料的位置可以位于精馏塔的中部或者底部。这样可以将水中的部分有机溶剂再经过精馏塔回收，在塔釜得到废水去水处理系统。

作为本发明的一种改进方式，精馏塔的塔顶蒸汽可以经过加热之后，以过热蒸汽形式进入蒸汽渗透装置，防止蒸汽在蒸汽渗透装置中产生温度下降导致部分液化，进而影响到蒸汽渗透膜的寿命。

所述的有机溶剂为醇类、酮类、乙腈、四氢呋喃等有机物。

所述的精馏塔塔顶馏出物以常压或正压蒸汽进入蒸汽渗透装置进行脱水，蒸汽压力为0～1.0MPa(表压)；

所述的蒸汽渗透装置由1～200个膜组件串联、并联或混联方式组合构成，以达到不同的处理要求和生产能力，膜组件可以采用管式、平板式、卷式、片式或中空纤维等形式。

蒸汽渗透装置中采用的分离膜是指对水有选择透过性的壳聚糖膜、PVA膜、PVDF膜、海藻酸钠膜及分子筛膜等中的一种。

本发明还提供了一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水装置，包括依次连接的原料罐、原料泵、预热器、精馏塔、蒸汽渗透装置，所述的蒸汽渗透装置的渗透侧通过冷凝器连接于渗透液罐上，真空泵连接于冷凝器上，截留侧的出口通过产品冷凝器连接于产品罐，所述的精馏塔的塔顶直接连接于蒸汽渗透装置。

作为本装置的一种改进方式，精馏塔的塔顶连接于分凝器，分凝器的不凝气体出口连接于蒸汽渗透装置，冷凝液出口连接在塔顶。

作为本装置的一种改进方式，产品罐还与精馏塔的塔顶连接。

作为本装置的一种改进方式，渗透液罐还与连接于精馏塔的中部以下位置。

有益效果

与现有技术相比，本发明有机溶剂脱水过程中无需添加第三组分，省去了第三组分的添加对环境造成的污染及第三组分的再处理费用，省去了恒沸精馏、萃取精馏过程，降低了能耗，提高了产品质量。由于该有机溶剂脱水工艺过程中无需添加第三组分，蒸汽热量也得到重复利用，从而降低了生产成本。该发明工艺与现有精馏与蒸汽渗透两个工序分开操作相比能耗降低了20%～60%。该发明利用产品热量对原料进行预热，提高了系统内能量利用率，进一步降低了生产能耗。该发明有机溶剂脱水过程中除水外没有其他废弃物的排放，资源回收率高。本发明可用于含大量水的有机溶液的分离，适用范围广，不引入其它溶剂，操作方便，得到产品纯度高、节能，可实现清洁化生产和资源化回收处理。

附图说明

图1是实施例1～3中的有机溶剂脱水装置图；

图2是实施例4中的有机溶剂脱水装置图；

图3是实施例5中的有机溶剂脱水装置图；

图4是实施例6中的有机溶剂脱水装置图。

其中，1是原料罐；2是原料泵，3是预热器，4是精馏塔，5是分凝器，6是过热器，7是蒸汽渗透装置，8是真空泵，9是渗透液罐，10是再沸器，11是产品罐，12是产品冷凝器。

具体实施方式

实施例1

见图1，精馏与蒸汽渗透分离耦合用于有机溶剂脱水工艺，其步骤如下：

含水90wt.%、流量为100kg/h的乙醇溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至90℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶回流比为2.5、操作压力为0.12MPa(表压)，塔顶蒸汽经分凝器5冷凝后，一部分回流至精馏塔，另外一部分得到含水量20wt.%、12.38 kg/h的乙醇蒸汽(馏出物)，温度为123℃。该乙醇蒸汽经过热器6过热至135℃后进入蒸汽渗透装置7进行进一步脱水。该蒸汽渗透装置由4个管式NaA分子筛膜组件串联构成，总装填膜面积为4m²。在蒸汽渗透装置出口得到含水量低于0.2wt.%的无水乙醇产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后进入产品罐11。蒸汽渗透装置由真空泵8控制渗透侧压力为2000Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。测得渗透液质量流量为2.45kg/h，含水量为99.8wt.%，乙醇含量为0.2wt.%，去废水处理系统。精馏塔塔釜得到含醇量<0.1wt.%的废水，去废水处理系统。

实施例2

含水35wt.%、流量为80 kg/h的甲醇溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至65℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶回流比为0.5、操作压力为0.12MPa(表压)，塔顶蒸汽经分凝器5冷凝后，一部分回流至精馏塔，另外一部分得到含水量5wt.%、54.67 kg/h的甲醇蒸汽(馏出物)，温度为87℃。该甲醇蒸汽经过热器6过热至100℃后进入蒸汽渗透装置7进行进一步脱水。该蒸汽渗透装置由4个管式NaA分子筛膜组件串联构成，总装填膜面积为12m²。在蒸汽渗透装置出口得到含水量低于0.15wt.%的无水甲醇产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后进入产品罐11。蒸汽渗透装置由真空泵8控制渗透侧压力为800Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。其中渗透液质量流量为2.66kg/h，含水量为99.8wt.%，甲醇含量为0.2wt.%，去废水处理系统。精馏塔塔釜得到含醇量<0.1wt.%的废水，去废水处理系统。

实施例3

含水65wt.%、流量为100kg/h的丙酮溶液从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至90℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶回流比为1.1、操作压力为0.12MPa(表压)，塔顶蒸汽经分凝器5冷凝后，一部分回流至精馏塔，另外一部分得到含水量7wt.%、37.5 kg/h的丙酮蒸汽(馏出物)，温度为79℃。该丙酮蒸汽经过热器6过热至90℃后进入蒸汽渗透装置7进行进一步脱水。该蒸汽渗透装置由8个管式NaA分子筛膜组件串联构成，总装填膜面积为8m²。在蒸汽渗透装置出口得到含水量低于0.2wt.%的无水丙酮产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后进入产品罐11。蒸汽渗透装置由真空泵8控制渗透侧压力为1800Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。渗透液质量流量为2.56kg/h，含水量为99.5wt.%，丙酮含量为0.5wt.%，去废水处理系统。精馏塔塔釜得到含丙酮量<0.2wt.%的废水，去废水处理系统。

实施例4

见图2，精馏与蒸汽渗透分离耦合用于有机溶剂脱水工艺，其步骤如下：

含水50wt.%、流量为60kg/h的异丙醇溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至80℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶回流比为0.2、常压操作，塔顶蒸汽经分凝器5冷凝后，一部分回流至精馏塔，另外一部分得到含水量15wt.%、35.5kg/h的异丙醇蒸汽(馏出物)。该常压异丙醇蒸汽经过热器6过热至100℃后进入蒸汽渗透膜分离装置7进行进一步脱水。膜分离装置由2个板框式PVA膜组件串联构成，总装填膜面积为11m²。在膜分离装置出口得到含水量低于0.5wt.%的异丙醇产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后进入产品罐11。膜分离装置由真空泵8控制渗透侧压力为3000Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。其中，渗透液质量流量为5.7kg/h，含水量为91.2wt.%，异丙醇含量为8.8wt.%，送回至精馏塔提馏段进一步回收其中的异丙醇。精馏塔塔釜得到含醇量<0.1wt.%的废水去水处理系统。

实施例5

见图3，精馏与蒸汽渗透分离耦合用于有机溶剂脱水工艺，其步骤如下：

含水80wt.%、流量为90kg/h的乙腈溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至100℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶操作压力为0.15MPa(表压)，塔顶蒸汽经过热器6过热至130℃后进入蒸汽渗透装置7进行进一步脱水。该蒸汽渗透装置由6个管式NaA分子筛膜组件串联构成，总装填膜面积为6m²。在蒸汽渗透装置出口得到含水量低于0.1wt.%的无水乙腈产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后一部分采出进入产品罐11，另外一部分流量5.7 kg/h，含水量0.1wt.%的乙腈回流到塔内，控制精馏塔回流比为0.3。蒸汽渗透装置由真空泵8控制渗透侧压力为2500Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。渗透液质量流量约为0.95 kg/h，含水量为99.5wt.%，乙腈含量为0.5wt.%，去废水处理系统。精馏塔塔底得到含乙腈量<0.05wt.%的废水，去废水处理系统。

实施例6

见图4，精馏与蒸汽渗透分离耦合用于有机溶剂脱水工艺，其步骤如下：

含水60wt.%、流量为100kg/h的异丙醇溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后温度升至80℃，进入精馏塔4。精馏塔塔高3.5m，内置金属填料，利用塔釜再沸器10进行加热，控制精馏塔塔顶回流比为0.2、常压操作，其中异丙醇蒸汽经过热器6过热至100℃后进入蒸汽渗透装置7进行进一步脱水。蒸汽渗透装置由3个板框式PVA膜组件串联构成，总装填膜面积为16.5m²。在蒸汽渗透装置出口得到含水量低于0.5wt.%的异丙醇产品蒸汽，该蒸汽经预热器3、产品冷凝器12后一部分进入产品罐11采出，另外一部分流量8.4kg/h，含水量0.5wt.%的异丙醇回流到塔内回流到精馏塔。蒸汽渗透装置由真空泵8控制渗透侧压力为2000Pa(绝压)，渗透水分经冷凝后进入渗透液罐9。渗透液质量流量约为2.2 kg/h，含水量为93.5wt.%，异丙醇含量为6.5wt.%，送回至精馏塔提馏段进一步回收其中的异丙醇。精馏塔塔底得到含醇量<0.5wt.%的废水去水处理系统。

Claims

1.一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，包括如下步骤：将含水的有机溶剂送入精馏塔进行精馏，部分或全部的塔顶蒸汽不经冷凝直接由蒸汽渗透装置进行分离，渗透侧经冷凝后得到水，截留侧经冷凝后得到有机溶剂。

2.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：所述的塔顶蒸汽经分凝器部分冷凝，冷凝液回流进精馏塔。

3.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：全部塔顶蒸汽不经冷凝直接由蒸汽渗透装置进行分离，截留侧冷凝得到的有机溶剂中的一部分从精馏塔塔顶回流。

4.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：在将截留侧出口的有机溶剂进行冷凝前，先与精馏塔的进料进行换热。

5.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：所述的渗透侧经冷凝后得到水送入精馏塔回收有机溶剂。

6.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：所述的塔顶蒸汽经过加热之后，以过热蒸汽形式进入蒸汽渗透装置。

7.根据权利要求1所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于：所述的有机溶剂为醇类、酮类、四氢呋喃或者乙腈。

8.一种精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水装置，包括有：依次连接的原料罐(1)、原料泵(2)、预热器(3)、精馏塔(4)、蒸汽渗透装置(7)，所述的蒸汽渗透装置(7)的渗透侧通过冷凝器连接于渗透液罐(9)上，真空泵(8)连接于冷凝器上，截留侧的出口通过产品冷凝器(12)连接于产品罐(11)，其特征在于：所述的精馏塔(4)的塔顶直接连接于蒸汽渗透装置(7)。

9.根据权利要求8所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水装置，其特征在于：所述的精馏塔(4)的塔顶连接于分凝器(5)，分凝器(5)的不凝气体出口连接于蒸汽渗透装置(7)，冷凝液出口连接在精馏塔塔顶。

10.根据权利要求8所述的精馏-蒸汽渗透耦合的有机溶剂脱水装置，其特征在于：所述的产品罐(11)还与精馏塔(4)的塔顶连接。