CN104027996A - 一种渗透汽化与精馏耦合的系统及其用途 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种渗透汽化与精馏耦合的系统。本发明还公开了一种使用渗透汽化与精馏耦合法进行有机溶剂脱水的方法，特别适合于与水易形成共沸物的有机溶剂深度脱水，属于分离技术领域。包括如下工艺流程：首先将含水有机溶剂(含水量一般大于其共沸组成含水量)进入渗透汽化膜分离器初步脱水，打破共沸，再进入精馏塔深度脱水，塔顶含水组分返回至膜分离器再次脱水，塔釜得到无水成品。本发明提供的工艺和方法得到的有机溶剂含水量在0.01wt.％-1wt.％，与现有技术相比，本发明过程工艺简单，设备投资少，能耗低，产品质量高，解决了各种精馏以及其他化学手段等难以实现的生产极低水分的自机溶剂的问题。

Description

一种渗透汽化与精馏耦合的系统及其用途

技术领域

本发明属精细化工领域，尤其涉及一种渗透汽化与精馏耦合的系统及其用途。

背景技术

有机溶剂广泛应用于石化、能源、生物制药、精细化工等行业，有机溶剂脱水是其生产和回收中的关键环节。其中，含水量较低的有机溶剂，由于其应用越来越广泛且制备工艺及其复杂，一直以来都成为科研以及工业生产中的关注焦点。

许多有机溶剂能够与水形成共沸混合物，采用普通精馏很难脱水至高纯产品。传统的共沸精馏、吸附等脱水技术存在着很大的缺点，如：(1)采用共沸精馏手段，引入第三组分，大量使用有毒、有害溶剂，对环境及产品质量造成了极大影响，同时增大了投资和运行成本；(2)采用吸附方法，产生大量废液、废渣，对排放提出了极高要求，同时难以满足极低水分的要求。

采用渗透汽化膜进行有机溶剂脱水是一种新型的分离技术，但是使用膜直接将原料脱水至非常低的水平时(如＜0.1wt.％)，膜的渗透通量降低，此时需要较高的原料侧温度以及较低的真空侧压力保持过程推动力，能耗随之增加。此外，渗透汽化膜在进行深度脱水时需要较大的膜面积，增大了投资成本。当自机溶剂含水量低于共沸组成且对应气液平衡曲线有较大差异时，采用精馏塔进行分离，在塔釜同样可以获得含水量极低的有机溶剂。因此，采用渗透汽化-精馏耦合操作工艺对有机溶剂进行脱水，尽管增大了过程能耗，但降低了膜投资费用，有望获得操作费用的最优化。

发明内容

发明目的：本发明所要解决的技术问题是提供针对有机溶剂深度脱水的工艺，提出一种使用渗透汽化与精馏耦合进行脱水的方法。本工艺将含水有机溶剂首先通过渗透汽化膜分离器进行初步脱水，打破共沸平衡，然后将渗透液和渗余液分别进精馏塔一及精馏塔二，两个塔顶馏出物重新返回至膜分离器脱水，塔釜分别得到废水和高纯有机溶剂成品。

技术方案：为解决上述技术问题，本发明所采用的技术方案如下：一种渗透汽化与精馏耦合的系统，包括原料罐、原料泵、预热器、渗透汽化膜分离器、第一精馏塔和第二精馏塔，所述原料罐、原料泵、预热器和渗透汽化膜分离器依次相连，所述渗透汽化膜分离器渗透侧连接有第一精馏塔，所述渗透汽化膜分离器渗余侧连接有第二精馏塔。

其中，上述第二精馏塔顶部和第一精馏塔顶部分别与原料罐相连。

其中，上述渗透汽化膜分离器由若干个膜分离器串联、并联或两种方式组合构成，以达到不同的处理要求和生产能力。上述的与膜渗透侧相连的第一精馏塔采用常压操作，与膜渗余侧相连的第二精馏塔采用常压或正压操作。与渗透侧相连的第一精馏塔可以根据渗透液含水量选择性使用。

其中，上述膜分离器所使用的分离膜为分子筛膜、壳聚糖膜、无定形二氧化硅膜、PVA膜、或海藻酸钠膜中的一种。上述的膜分离器和精馏塔联合使用，比传统的透水膜分离器减少了膜面积的使用，比传统的精馏塔脱水设备减少了塔高以及塔板数。上述的经膜分离器初步脱水的料液可以经冷却或冷凝后再进入精馏塔分离，即膜分离与精馏分离单独操作；或者膜分离器直接与精馏塔耦合，料液不经冷却或冷凝直接以液相或气相进入精馏塔分离。

其中，上述渗透汽化膜分离器渗透侧还连接冷凝器和真空机组，以获得足够的水渗透分压差。

其中，上述预热器和渗透汽化膜分离器之间还连接有蒸发器。

所述的系统用于渗透汽化与精馏耦合的有机溶剂脱水方法，包括以下步骤：

1)将含水的有机溶剂加入原料罐中，经加热后料液以液体或蒸汽形式进入渗透汽化膜分离器进行初步脱水得至渗透液和渗余液；

2)渗透液进入第一精馏塔，塔顶回收其中少量有机溶剂并返回原料罐，塔釜得到废水排放；

3)渗余液为低于共沸含水量的有机溶剂，进入第二精馏塔；

4)水组分与有机.溶剂形成的共沸物在第二精馏塔塔顶富集并采出，返同至原料罐再次脱水；

5)第二精馏塔塔釜得到高纯有机溶剂产品。

其中，上述步骤1)中的含水的有机溶剂初始含水量大于水的共沸组成。经过渗透汽化与精馏耦合法脱水后的成品含水量为0.01wt.％-1wt.％。

其中，上述有机溶剂为异丙醇、乙腈、丁酮或四氢呋喃。上述的有机溶剂料液可以以液相或者气相的形式进入膜分离器进行脱水。

有益效果：与传统工艺相比，本发明采用上述的渗透汽化与精馏耦合的系统通过渗透汽化-精馏耦合脱水，可以降低设备投资、减少设备占地面积、节约能耗和成本、保护环境并能使原料充分利用，减少了废液回收或排放的步骤。传统精馏工艺通过加入夹带剂进行精馏过程实现脱水或利用吸附剂选择吸附法实现脱水，过程操作复杂，能耗高，收率低，而单独使用渗透汽化膜分离器脱水到极低含水量需要较大膜面积，成本较高。渗透汽化膜分离器与精馏耦合可一步脱水至合格产品，操作简便，回收率高；不添加任何第三组分即实现原料中水与有机溶剂的分离，环境友好。以高纯丁酮回收为例，渗透汽化膜分离与精馏耦合回收率可达98％以上，与传统精馏工艺相比能耗降低55％以上；而与单独使用渗透汽化膜分离方法相比成本可降低15％以上。

附图说明

图1为实施例1、2采用的渗透汽化与精馏耦合的系统；

其中1是原料罐，2是原料泵，3是预热器，4是蒸发器，5是渗透汽化膜分离器，6是渗透液冷凝器，7是真空泵，8是第一精馏塔(与渗透侧连接)，9是第二精馏塔(与渗余侧连接)；

图2为实施例3使用的渗透汽化与精馏耦合的系统；

图3为实施例4使用的渗透汽化与精馏耦合的系统。

具体实施方式

实施例1：

见图1，一种渗透汽化与精馏耦合的系统，包括原料罐1、原料泵2、预热器3、渗透汽化膜分离器5、第一精馏塔8和第二精馏塔9，所述原料罐1、原料泵2、预热器3和渗透汽化膜分离器5依次相连，所述渗透汽化膜分离器5渗透侧连接有第一精馏塔8，所述渗透汽化膜分离器5渗余侧连接有第二精馏塔9。第二精馏塔9顶部和第一精馏塔8顶部分别与原料罐1相连。渗透汽化膜分离器5由4个NaA型膜分离器串联而成，渗透汽化膜分离器5渗透侧还连接冷凝器6和真空机组7，以获得足够的水渗透分压差。预热器3和渗透汽化膜分离器5之间还连接有蒸发器4。

采用上述系统进行的渗透汽化-精馏耦合工艺用于乙腈/水混合溶液脱水，其步骤如下：

含水20wt.％、流量为500kg/h的乙腈溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后进入蒸发器4，料液被加热到120℃以上以蒸汽形式进入到由4个NaA分子筛膜膜分离器串联构成的渗透汽化膜分离器5进行脱水分离。膜的渗余侧压力控制在表压200-250kPa，渗透侧绝压3000-5000Pa。含水98wt.％的渗透液经冷凝后进入第一精馏塔8，塔顶得到含水约20wt.％的乙腈溶液返回至原料罐1，塔釜得到含水量99.82wt.％的废水，进入废水处理装置。经膜分离器脱水后，渗余侧料液含水量降到1wt.％以下，不经冷凝以气相形式直接送入第二精馏塔9，回收余热。第二精馏塔9操作压力为180-220kPa，在塔顶得到含水量约15wt.％的乙腈溶液，返回至原料罐1，塔釜得到高纯乙腈溶剂，含水量为0.01wt.％，收率在98％以上。

实施例2：

见图1，采用实施例1的系统渗透汽化-精馏耦合工艺用于丁酮/水混合溶液脱水，其步骤如下：

含水11wt.％、流量为500kg/h的丁酮溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后进入蒸发器4，料液被加热到135℃以上以蒸汽形式进入到由7个T型分子筛膜分离器串联构成的渗透汽化膜分离器5进行脱水分离。膜的渗余侧压力控制在表压150-200kPa，渗透侧绝压3000-5000Pa。含水92.5wt.％的渗透液经冷凝后进入精馏塔8，塔顶得到含水约15wt.％的丁酮溶液返回至原料罐1，塔釜得到含水量99.8wt.％的废水，进入废水处理装置。经膜分离器脱水后，渗余侧料液含水量降到0.5wt.％以下，不经冷凝直接以蒸汽形式送入精馏塔9，回收余热。精馏塔9操作压力为120-150kPa，在塔顶得到含水量约8wt.％的丁酮溶液，返回至原料罐1，塔釜得到高纯丁酮溶剂，含水量为0.01wt.％，收率在98％以上。

实施例3

见图2，一种渗透汽化与精馏耦合的系统，包括原料罐1、原料泵2、预热器3、渗透汽化膜分离器4、第一精馏塔7和第二精馏塔8，所述原料罐1、原料泵2、预热器3和渗透汽化膜分离器4依次相连，所述渗透汽化膜分离器4渗透侧连接有第一精馏塔7，所述渗透汽化膜分离器4渗余侧连接有第二精馏塔8。第二精馏塔8顶部和第一精馏塔7顶部分别与原料罐1相连。渗透汽化膜分离器4由12个PVA膜分离器串联构成的。渗透汽化膜分离器4渗透侧还连接冷凝器5和真空机组6，以获得足够的水渗透分压差。

采用上述系统进行的渗透汽化-精馏耦合工艺用于异丙醇/水混合溶液脱水，其步骤如下：

含水15wt.％、流量为500kg/h的异丙醇溶液，从原料罐1中经原料泵2输送加热器3，料液被加热到90℃以液体形式进入到由12个PVA膜分离器串联构成的渗透汽化膜分离器4进行脱水分离。膜的渗余侧压力控制在表压150-200kPa，渗透侧绝压4000-6000Pa。含水85wt.％的渗透液经冷凝后进入第一精馏塔7，塔顶得到含水约20wt.％的异丙醇溶液返回至原料罐1，塔釜得到含水量99.52wt.％的废水，进入废水处理装置。经膜分离器脱水后，渗余侧料液含水量降到0.5wt.％以下，不经冷凝直接送入第二精馏塔8，回收余热，在塔顶得到含水量约12wt.％的异丙醇溶液，返回至原料罐1，塔釜得到高纯异丙醇溶剂，含水量为0.02wt.％，收率在98％以上。

实施例4

见图3，一种渗透汽化与精馏耦合的系统，包括原料罐1、原料泵2、预热器3、渗透汽化膜分离器5、第一精馏塔9和第二精馏塔10，所述原料罐1、原料泵2、预热器3和渗透汽化膜分离器5依次相连，所述渗透汽化膜分离器5渗透侧连接有第一精馏塔8，所述渗透汽化膜分离器5渗余侧连接有第二精馏塔10。第二精馏塔10顶部和第一精馏塔9顶部分别与原料罐1相连。渗透汽化膜分离器5由8个NaA型分子筛膜分离器串联构成的。渗透汽化膜分离器5渗透侧还连接第一冷凝器6和真空机组7，以获得足够的水渗透分压差。预热器3和渗透汽化膜分离器5之间还连接有蒸发器4。在预热器3和第二精馏塔10中间还连接有第二冷凝器8。

采用上述系统的渗透汽化-精馏耦合工艺用于四氢呋喃/水混合溶液脱水，其步骤如下：

含水10wt.％、流量为1000kg/h的四氢呋喃溶液，从原料罐1中经原料泵2输送至预热器3，经产品蒸汽预热后进入蒸发器4，料液被加热到90℃以上以蒸汽形式进入到由8个NaA型分子筛膜分离器串联构成的渗透汽化膜分离器5进行脱水分离。膜的渗余侧压力控制在表压150-200kPa，渗透侧绝压3000-5000Pa。含水95wt.％的渗透液经冷凝后进入精馏塔9，塔顶得到含水约10wt.％的四氢呋喃溶液返回至原料罐1，塔釜得到含水量99.92wt.％的废水，进入废水处理装置。经膜分离器脱水后，渗余侧料液含水量降到0.2wt.％以下，经预热器3、冷凝器8冷凝后，以液相形式送入精馏塔10，在塔顶得到含水量约5wt.％的四氢呋喃溶液，返回至原料罐1，塔釜得到高纯四氢呋喃溶剂，含水量为0.01wt％，收率在98％以上。

Claims (9)

1.一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，包括原料罐、原料泵、预热器、渗透汽化膜分离器、第一精馏塔和第二精馏塔，所述原料罐、原料泵、预热器和渗透汽化膜分离器依次相连，所述渗透汽化膜分离器渗透侧连接有第一精馏塔，所述渗透汽化膜分离器渗余侧连接有第二精馏塔。

2.根据权利要求1所述的一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，所述第二精馏塔顶部和第一精馏塔顶部分别与原料罐相连。

3.根据权利要求1所述的一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，所述渗透汽化膜分离器由若干个膜分离器串联、并联或两种方式组合构成。

4.根据权利要求3所述的一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，所述膜分离器所使用的分离膜为分子筛膜、壳聚糖膜、无定形一氧化硅膜、PVA膜、或海藻酸钠膜中的一种。

5.根据权利要求1所述的一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，所述渗透汽化膜分离器渗透侧还连接冷凝器和真空机组。

6.根据权利要求1所述的一种渗透汽化与精馏耦合的系统，其特征在于，所述预热器和渗透汽化膜分离器之间还连接有蒸发器。

7.权利要求1～6所述的系统用于渗透汽化与精馏耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于，包括以下步骤：

1)将含水的有机溶剂加入原料罐中，经加热后料液以掖体或蒸汽形式进入渗透汽化膜分离器进行初步脱水得到渗透液和渗余液；

2)渗透液进入第一精馏塔，塔顶回收其中少量有机溶剂并返回原料罐，塔釜得到废水排放；

3)渗余液为低于共沸含水量的有机溶剂，进入第二精馏塔；

4)水组分与有机溶剂形成的共沸物在第二精馏塔塔顶富集并采出，返回至原料罐再次脱水；

5)第二精馏塔塔釜得到高纯有机溶剂产品。

8.根据权利要求7所述的渗透汽化与精馏耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于，所述步骤1)中的含水的有机溶剂初始含水量大于水的共沸组成。

9.根据权利要求7所述的渗透汽化与精馏耦合的有机溶剂脱水方法，其特征在于，所述有机溶剂为异丙醇、乙腈、丁酮或四氢呋喃。