CN107556270A

CN107556270A - 一种ptmeg解聚工艺

Info

Publication number: CN107556270A
Application number: CN201710804883.5A
Authority: CN
Inventors: 王福; 黎登海; 杨建川
Original assignee: Chongqing Relax Chemical Co Ltd
Current assignee: Chongqing Relax Chemical Co Ltd
Priority date: 2017-09-08
Filing date: 2017-09-08
Publication date: 2018-01-09

Abstract

本发明属于化工技术领域，具体涉及一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：S1、向反应器中加入蒸汽冷凝液或脱盐水；S2、将PTMEG预热后加入反应器中；S3、将反应器中的PTMEG次品经过再沸器循环回流；S4、向反应器内加入98％的浓硫酸，PTMEG次品在反应器内解聚为四氢呋喃，四氢呋喃和硫酸在分离塔内分离，四氢呋喃经冷凝器后进入凝液槽；S5、凝液槽出口的四氢呋喃一部分回流至分离塔，另一部分经出料管流向混合器，向混合器加入生产用水和20～30％(m/v)的氢氧化钠溶液，将四氢呋喃的pH调整为6～10、浓度调整为70～80％。本发明显著提高了解聚负荷和四氢呋喃收率，降低了再沸器的切换和清洗频率明显，减少焦油排放量，降低了解聚成本。

Description

一种PTMEG解聚工艺

技术领域

本发明属于化工技术领域，具体涉及一种PTMEG解聚工艺。

背景技术

聚四亚甲基醚二醇(PTMEG)，又名聚四氢呋喃、聚四甲撑醚二醇、四氢呋喃均聚醚等，其英文名称为Polytetramethylene Ether Glycol，简称PTMEG。其分子式为HO[CH₂CH₂CH₂CH₂O]_nH，是由单体四氢呋喃(THF)在催化剂的存在下，经阳离子开环聚合得到的均聚物，是一种伯羟端基的线性聚醚二醇，常温下为白色蜡状固体，当温度超过室温时熔化为透明、无色液体，易溶解于醇、酯、酮、芳烃和氯化烃，不溶于酯肪烃和水。PTMEG主要用于生产聚氨酯弹性体、聚氨酯弹性纤维(国内称氨纶，国际称Spandex)和酯醚共聚弹性体。国外PTMEG的最大消费市场是氨纶，占49％左右；其次是聚氨酯弹性体，占35％左右；酯醚共聚弹性体占15％左右。PTMEG是生产聚氨酯弹性体制品中十分重要的聚醚多元醇原料。

PTMEG次品是指在生产PTMEG时产生的超出PTMEG质控指标(如色度、分子量、粘度等)的不合格产品。为了节约成本，回收这些不合格产品，将不合格的PTMEG进行解聚，生成THF回收利用。PTMEG的解聚原理为浓硫酸法生产四氢呋喃，解聚反应是PTMEG聚合反应的逆反应过程，如下：

浓硫酸能使有机反应体系中的氢离子浓度增大，通过氢离子使有机物中的羰基氧和羟基氧质子化，为反应提供了一个酸性活化中心，从而推动反应进程，因此，浓硫酸在解聚反应中主要是起到催化剂的作用。所以，当向PTMEG内加入浓硫酸时，PTMEG在硫酸的催化作用下先生成中间产品聚四甲基醚二磺酸和水，再生成THF和硫酸。PTMEG次品解聚工艺是美国英威达生产工艺中独有的操作方式，其它PTMEG生产工艺技术不可在原装置基础上完成解聚生产，而在使用美国英威达生产工艺的几个厂家中，解聚负荷和效率也大不相同，普遍存在解聚时负荷最高不到50％，且焦油浓度上涨较快，造成再沸器清洗、切换频繁，循环泵频繁倒泵，需要清洗泵入口过滤网，致使解聚成本高，且解聚出料也不稳定。

发明内容

本发明要解决的技术问题是提供一种PTMEG解聚工艺，用以提高解聚负荷、产品收率和降低解聚成本。

为了解决上述技术问题，本发明的技术方案为：

一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：

S1、向反应器中加入蒸汽冷凝液或脱盐水，加入量为反应器罐体积的10％；

S2、通过增压泵将PTMEG次品加入至预热器中并加热至150～170℃，然后将加热后的PTMEG次品加入至反应器中；

S3、当反应器内加入的PTMEG次品液位达到反应器罐体积30～40％时，通过循环泵使反应器内液体经过再沸器循环流回反应器，循环流速为120～160t/h；控制反应器内液位为罐体积的50～60％，并将再沸器的蒸汽压力调节至1500kPa；

S4、向反应器内加入98％的浓硫酸，当反应器内硫酸浓度达到10～13％(v/v)时，停止向反应器内加98％的浓硫酸，调节分离塔内压力为7kPa、温度为100～110℃，PTMEG次品在反应器内解聚为四氢呋喃，四氢呋喃和硫酸在分离塔内分离，四氢呋喃经冷凝器后进入凝液槽；

S5、凝液槽出口的四氢呋喃一部分回流至分离塔，回流流速为500～700kg/h，另一部分经出料管流向混合器，向混合器加入20～30％(m/v)的氢氧化钠溶液，将四氢呋喃的pH调整为6～10，并向混合器加入生产用水将四氢呋喃的浓度调整为70～80％(v/v)。

在本发明提供的PTMEG解聚工艺中，优选地，步骤S2中所述增压泵压力为6.0bar。

在本发明提供的PTMEG解聚工艺中，优选地，步骤S2中所述的温度为155℃。

在本发明提供的PTMEG解聚工艺中，优选地，步骤S3中所述流速为150t/h。

在本发明提供的PTMEG解聚工艺中，优选地，步骤S5中所述流速为600kg/h。

在本发明提供的PTMEG解聚工艺中，优选地，步骤S5中所述氢氧化钠的浓度为25％(m/v)。

采用上述技术方案，PTMEG的解聚负荷显著提高达到84％以上；再沸器的切换和清洗频率明显降低，可以坚持连续解聚一个月才需要要切换或清洗；四氢呋喃的收率可达99.0％以上；排放焦油量较少；降低了PTMEG解聚成本。

附图说明

图1为本发明的PTMEG产品解聚工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的具体实施方式作进一步说明。在此需要说明的是，对于这些实施方式的说明用于帮助理解本发明，但并不构成对本发明的限定。此外，下面所描述的本发明各个实施方式中所涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互组合。

实施例1

本实施例提供了一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：

S1、确认反应器R9101已清洗、并已排空，向反应器R9101加入蒸汽冷凝液至液位LT11115达到罐体积10％；

S2、确认增压泵P0508B至反应器R9101之间的阀门打开，所有管道上的电伴热正常投用；

S3、主控调节预热器E9101的蒸汽调节阀TV11102，控制预热器温度为155℃，启动增压泵P0508B，调节压力为6.0bar(G)，将PTMEG次品在预热器中预热至155℃后送入反应器R9101中；

S4、当反应器R9101内液位达罐体积30％时，启动循环泵P9102，将反应器R9101内的PTMEG次品经再沸器E9102B进行回流，控制循环流量FI11137为150t/h；

S5、主控调节LV1112控制反应器R9101内液位为罐体积的50％，再沸器E9102B的蒸汽压力PI1111为1500kPa(G)；

S6、启动泵P9101向反应器R9101内加入98％的浓硫酸，当反应器R9101内硫酸含量SC11171为10％(v/v)时，停止泵P9101，停止向反应器内加98％的浓硫酸；PTMEG次品在反应器R9101内解聚为四氢呋喃；

S7、控制分离塔V9101的压力为7kPa(G)，反应器R9101的温度TI11128为100℃；四氢呋喃经分离塔V9101分离后进入冷凝器E9103冷凝，冷凝后的四氢呋喃进入凝液槽D9101；

S8、当凝液槽D9101出料后，启动泵P9103，控制泵P9103至分离塔V9101的四氢呋喃流量FI11203为600kg/h，该流向分离塔V9101内的四氢呋喃的目的是降低分离塔V9101处的硫酸浓度；在混合器LV11206和混合器MX9101之间的出液管道上连接有生产用水管道和氢氧化钠管道，分别向出液管道内加入生产用水和20％(m/v)的氢氧化钠溶液，在混合器MX9101内将四氢呋喃的浓度调整为70％、pH调整为7，四氢呋喃经T9701进入下一工序。

采用本实施例的方法，PTMEG的解聚负荷达到87％；再沸器E9102的切换和清洗频率低，可以坚持连续解聚一个月才进行切换或清洗；四氢呋喃的收率达到99.2％；排放的焦油量较少，每天的排放量为0.6吨；解聚成本为3100元/吨。

实施例2

本实施例提供了一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：

S1、确认反应器R9101已清洗、并已排空，向反应器R9101加入蒸汽冷凝液至液位LT11115达到罐体积12％；

S3、主控调节预热器E9101的蒸汽调节阀TV11102，控制预热器温度为150℃，启动增压泵P0508B，调节压力为6.0bar(G)，将PTMEG次品在预热器中预热至150℃后送入反应器R9101中；

S4、当反应器R9101内液位达罐体积40％时，启动循环泵P9102，将反应器R9101内的PTMEG次品经再沸器E9102B后进行回流，控制循环流量FI11137为130t/h；

S5、主控调节LV1112控制反应器R9101内液位为罐体积的60％，再沸器E9102B的蒸汽压力PI1111为1200kPa(G)；

S6、启动泵P9101向反应器R9101内加入98％的浓硫酸，当反应器R9101内硫酸含量SC11171为13％(v/v)时，停止泵P9101，停止向反应器内加98％的浓硫酸；PTMEG次品在反应器R9101内解聚为四氢呋喃；

S7、控制分离塔V9101的压力为6.5kPa(G)，反应器R9101的温度TI11128为110℃；四氢呋喃经分离塔V9101分离后进入冷凝器E9103冷凝，冷凝后的四氢呋喃进入凝液槽D9101；

S8、当凝液槽D9101出料后，启动泵P9103，控制泵P9103至分离塔V9101的四氢呋喃流量FI11203为700kg/h，该流向分离塔V9101内的四氢呋喃的目的是降低分离塔V9101处的硫酸浓度；在混合器LV11206和混合器MX9101之间的出液管道上连接有生产用水管道和氢氧化钠管道，分别向出液管道内加入生产用水和30％(m/v)的氢氧化钠溶液，在混合器MX9101内将四氢呋喃的浓度调整为80％、pH调整为10，四氢呋喃经T9701进入下一工序。

采用本实施例的方法，PTMEG的解聚负荷达到90％；再沸器E9102的切换和清洗频率低，可以坚持连续解聚一个月才进行切换或清洗；四氢呋喃的收率达到99.5％；排放的焦油量较少，每天的排放量为0.7吨；解聚成本为3000元/吨。

实施例3

本实施例提供了一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：

S1、确认反应器R9101已清洗、并已排空，向反应器R9101加入脱盐水至液位LT11115达到罐体积10％；

S3、主控调节预热器E9101的蒸汽调节阀TV11102，控制预热器温度为170℃，启动增压泵P0508B，调节压力为6.0bar(G)，将PTMEG次品在预热器中预热至170℃后送入反应器R9101中；

S4、当反应器R9101内液位达罐体积35％时，启动循环泵P9102，将反应器R9101内的PTMEG次品经再沸器E9102B后进行回流，控制循环流量FI11137为120t/h；

S5、主控调节LV1112控制反应器R9101内液位为罐体积的55％，再沸器E9102B的蒸汽压力PI1111为1400kPa(G)；

S6、启动泵P9101向反应器R9101内加入98％的浓硫酸，当反应器R9101内硫酸含量SC11171为11％(v/v)时，停止泵P9101，停止向反应器内加98％的浓硫酸；PTMEG次品在反应器R9101内解聚为四氢呋喃；

S7、控制分离塔V9101的压力为8kPa(G)，反应器R9101的温度TI11128为106℃；四氢呋喃经分离塔V9101分离后进入冷凝器E9103冷凝，冷凝后的四氢呋喃进入凝液槽D9101；

S8、当凝液槽D9101出料后，启动泵P9103，控制泵P9103至分离塔V9101的四氢呋喃流量FI11203为500kg/h，该流向分离塔V9101内的四氢呋喃的目的是降低分离塔V9101处的硫酸浓度；在混合器LV11206和混合器MX9101之间的出液管道上连接有生产用水管道和氢氧化钠管道，分别向出液管道内加入生产用水和25％(m/v)的氢氧化钠溶液，在混合器MX9101内将四氢呋喃的浓度调整为77％、pH调整为8，四氢呋喃经T9701进入下一工序。

采用本实施例的方法，PTMEG的解聚负荷达到85％；再沸器E9102的切换和清洗频率低，可以坚持连续解聚一个月才进行切换或清洗；四氢呋喃的收率达到99.1％；排放的焦油量较少，每天的排放量为0.5吨；解聚成本为3200元/吨。

实施例4

本实施例提供了一种PTMEG解聚工艺，包括如下步骤：

采用本实施例的方法，PTMEG的解聚负荷达到84％；再沸器E9102的切换和清洗频率低，可以坚持连续解聚一个月才进行切换或清洗；四氢呋喃的收率达到99.6％；排放的焦油量较少，每天的排放量为0.6吨；解聚成本为3200元/吨。

以上结合附图对本发明的实施方式作了详细说明，但本发明不限于所描述的实施方式。对于本领域的技术人员而言，在不脱离本发明原理和精神的情况下，对这些实施方式进行多种变化、修改、替换和变型，仍落入本发明的保护范围内。

Claims

1.一种PTMEG解聚工艺，其特征在于，包括如下步骤：

S5、凝液槽出口的四氢呋喃一部分回流至分离塔，回流流速为500～700kg/h，另一部分经出料管流向混合器；向混合器加入20～30％(m/v)的氢氧化钠溶液，将四氢呋喃的pH调整为6～10，并向混合器加入生产用水将四氢呋喃的浓度调整为70～80％(v/v)。

2.根据权利要求1所述的PTMEG解聚工艺，其特征在于，步骤S2中所述增压泵压力为6.0bar。

3.根据权利要求1所述的PTMEG解聚工艺，其特征在于，步骤S2中所述的温度为155℃。

4.根据权利要求1所述的PTMEG解聚工艺，其特征在于，步骤S3中所述流速为150t/h。

5.根据权利要求1所述的PTMEG解聚工艺，其特征在于，步骤S5中所述流速为600kg/h。

6.根据权利要求1所述的PTMEG解聚工艺，其特征在于，步骤S5中所述氢氧化钠的浓度为25％(m/v)。