CN109663376A - 含水有机废液和有机溶剂分离回收系统和回收方法 - Google Patents

含水有机废液和有机溶剂分离回收系统和回收方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供含水有机废液和有机溶剂分离回收系统和回收方法，所述分离回收系统由精馏系统和渗透汽化膜分离系统通过工艺管线连接组成。其中，精馏塔采用填料塔，填料塔的进料口设置在填料塔液体分布器中心。所述渗透汽化膜分离系统的渗透汽化膜单元中设置了阻尼结构。本发明所述分离回收系统适用于多种含水及两种和以上共沸或不共沸有机溶剂在线脱水回收，以及有机溶剂分离、套用。

Description

含水有机废液和有机溶剂分离回收系统和回收方法
技术领域
本发明属于有机废液回收领域，具体涉及一种小型化溶剂回收装置和方法。
背景技术
目前，随着全球经济快速发展和一体化程度的不断提高，中国各科学领域的科研活动也进入高速发展的快车道，从事科学研究的单位数量也成倍增长，特别是化学和生命科学领域发展非常迅速，其对基础原料工业和环保工业提出了更高的要求，研究过程中使用的溶剂品质要求越来越高，用量也越来越大，溶剂种类多，且各单位需求又比较零散，收集处理工作繁琐。
在制药行业中，制备液相色谱系统凭借其具有广泛普适性、操作简便性和分离高效性等突出优势已成为分离纯化药物的主流技术，然而让很多公司头疼的事情就是制备过程中产生的废溶剂，如果直接进行排放，不仅造成环境污染还会造成生产成本居高不下；另外由于制备色谱系统对溶剂品质的高要求，使得废溶剂不可能经过简单的回收处理就能实现回用套用。
现有的溶剂回收系统大多为处理量较大的工业化装置，该装置具有政策门槛高，建设周期长，投资成本高，占地面积大，系统安全性、操作性要求较高的特点，并且目前的溶剂回收装置大多是由简单的蒸发、蒸馏工艺组成，仅仅是将有机溶剂进行简单的浓缩后重复使用，当杂质积累到一定浓度后仍然需要排放，实际上对溶剂回收而言仅仅是减量化的作用。因此，大部分装置只能算作有机溶剂浓缩机，其回收得到的有机溶剂并不能直接使用。特别是对于使用制备色谱的企业，对有机溶剂的纯度要求较高，现有设备回收的有机溶剂不能直接为制备色谱使用。目前还没有能将回收的溶剂再纯化到回用标准的设备，而使用制备色谱的药企和大中型药物研究机构数量庞大，如果能开发出一种针对实验室、研发机构且符合GMP溶剂回用要求的小型化装置，并且装置占地面积小、操作简单，对于企业长期生存、降低对环境的影响、降低生产成本具有重要意义。
发明内容
本发明目的在于提供含水有机溶剂纯化和有机溶剂分离回收系统和对应方法，适用于多种含水及两种和以上共沸或不共沸有机溶剂在线脱水回收，以及有机溶剂分离、套用。
本发明提供的分离回收系统，由精馏系统和渗透汽化膜分离系统通过工艺管线连接组成；
所述精馏系统包括调质釜、精馏塔、分凝器、全凝器和产品接收槽一，所述调质釜的出料口与精馏塔的进料口连通，所述分凝器设置在精馏塔顶部塔体内，所述全凝器设置在精馏塔顶，用于将未被分凝器冷凝的低沸点组分冷凝，全凝器出料口设置分流管线，使用一部分冷凝产品进入产品接收槽一，一部分回流进精馏塔；
所述渗透汽化膜分离系统包括汽化器、汽液分离器、再热器、渗透汽化膜组、渗透液冷凝器、产品冷凝器、产品接收槽二组成；所述汽化器的进料口和产品接收槽二均与产品接收槽一连通，汽化器的出料口与汽液分离器的进料口连通，汽液分离器的出料口与再热器的进料口连通，再热器的出料口连接膜组件，所述渗透汽化膜组由1～6级(渗透汽化膜的级数，以及每一级设置的渗透汽化膜的数量，是根据被分离体系所确定)渗透汽化膜单元串联构成，每单元由2-6个组件并联或串联构成，每级渗透汽化膜单元分别配置渗透液冷凝器和渗透液槽，所述渗透液槽与精馏系统精馏塔进料口连通或直接排废，膜组件的出料口连接产品冷凝器和产品接收槽。
进一步地，所述精馏塔为高效、多功能的填料塔，该塔在塔体的顶部和中部各设置一个进料口，可以实现萃取精馏或共沸精馏等特殊精馏操作。精馏塔采用侧线进料，在塔体的顶部和中部各设置一个进料口，进料口位于填料塔液体分布器的中心上方，所述液体分布器由圆盘和均匀设置在圆盘上的若干分流孔构成，圆盘表面设置有连接分流孔和圆盘中心点的沟槽，沟槽的路径满足每个分流孔到圆盘中心点的距离相等。优选地，所述分流孔为圆柱形孔，每个分流孔的顶部设置有顶帽，所述顶帽通过设置在分流孔口的支撑柱支撑固定，实现与分流孔口之间保持间隙供上升的汽相通过。精馏塔顶部设置内置分凝器，可实现精馏塔的气相出料，冷凝采用0～12℃低温水，低温水由冷水机提供；塔体采用304不锈钢材质，可实现精馏塔的加压、常压和减压操作；精馏塔塔釜容积为0.5～50L(根据处理量设定)。同时设置进料口，可向塔釜中加入第三种物质，实现反应精馏功能。综上，所述精馏塔具有多功能特性，其精馏过程可以分别实现加压、常压、减压精馏，萃取精馏以及共沸精馏，反应精馏等不同的功能。
优选地，所述精馏塔的填料为高效散装填料，可以为但不仅限于不锈钢丝网成型的θ型或三角弹簧填料，玻璃陶瓷以及塑料材质等。
进一步地，所述精馏塔塔釜采用电、蒸汽或导热油加热方式。
进一步地，所述精馏塔进料管线上设置有预热物料的预热器。
进一步地，精馏系统还包括储存萃取剂或共沸剂的萃取/共沸剂储槽，和用于向精馏塔塔中进萃取剂或共沸剂的进料泵。通过添加第三方溶剂(萃取剂/共沸剂)，来改变、提高被分离溶剂的相对挥发度，从而通过精馏达到分离的目的。
进一步地，所述萃取/共沸剂储槽与精馏塔进料口之间的管线上设置有萃取/共沸剂冷却器。
进一步地，所述调质釜为带搅拌结构的反应釜，用于将含水有机废液通过添加螯合剂进行初分离，使得其中的杂质和重组分形成螯合物，在精馏时分离更容易。
进一步地，所述渗透汽化膜单元的每个膜组件由若干根渗透汽化膜管(如分子筛陶瓷膜管)、圆柱形膜壳和膜隔板构成，所述膜管均匀固定在设置有多个固定孔的固定盘上，所述固定盘位于膜壳顶部，所述膜隔板一端固定在固定盘上，另一端伸向膜壳底部，将膜壳内空间均匀隔成相通的两部分。
进一步地，为增加膜管渗透通量，可以选择采用以下两种设置中的一种：
(1)所述渗透汽化膜分离系统中，每根渗透汽化膜管外均套有耐腐蚀材质(如四氟材质等)制作的阻尼弹簧，优选地，所述阻尼弹簧的长度与膜管长度相等。
该弹簧的作用具体体现在以下两点，一方面弹簧增加了渗透汽化膜壳内介质的湍动性，使料在膜壳径向的分布更加均匀，尽可能地避免返混；另一方面，因弹簧的扰动作用，使渗透汽化膜表面的浓差极化层大大变薄，极大地增加了物料的传质速率。因此，通过该阻尼设置大大提高了渗透汽化膜的通量和分离效率。
(2)所述膜壳内壁和膜隔板表面设置有多个阻尼条，所述阻尼条由安装条和间隔一定距离均匀设置在安装条上的阻尼块构成，膜壳内壁设置有与安装条大小匹配的安装槽，所述安装条嵌入安装槽中实现阻尼块的固定。优选地，阻力块形似契型，阻尼块向膜壳内空间顺气流方向凸起。阻力块的作用在于提高汽流方向上的阻力，增加汽流在膜壳中的湍流程度，也能有效减少浓差极化的影响，还提高汽体在膜壳中的停留时间，从而有效提高渗透汽化膜组件的通量，减少膜组件的数量也就减少膜组件的投资成本。
进一步的，所述精馏塔、汽化器均设置有进料泵，所述精馏塔塔釜出料口设置有出料泵。
进一步地，所述渗透汽化膜分离系统中，渗透汽化膜组最后一级渗透汽化膜单元与产品冷凝器之间(物料蒸汽出口)设置有背压阀。
渗透汽化膜分离的主要推动力为膜内外的压差，设置背压阀的作用是增加膜管外待分离物料蒸汽的压力，提高渗透汽化膜内外侧物料的压差，提高水分等透过渗透汽化膜组分的通量，以实现快速、高效的分离。渗透汽化膜的分子筛膜管内为真空状态操作，实际使用过程中膜装置是配有真空泵来实现膜管内的真空操作的，通过真空泵变频和真空泵进气口设置调节阀来实现真空度的调节和控制。
进一步地，渗透汽化膜组件上一级和下一级分离膜之间设置有补热器。
进一步地，所述渗透汽化膜分离系统中，渗透液槽同时连接真空泵，保持渗透液冷凝器以及膜管内侧具有较大并且稳定的真空度，以确保渗透汽化膜内外保持较大的压差，进一步增大渗透汽化膜分离过程的推动力，使渗透汽化膜具有较高的通量和分离效率。
进一步地，所述汽化器、再热器均为加热设备，使液体能够汽化成汽体，以进入渗透汽化膜组件进行分离操作。
优选地，本发明所述回收分离系统采用耐腐蚀的304材质或316L材质制作。
本发明提供基于上述分离回收系统可适用于多种含水及两种和以上共沸或不共沸有机溶剂在线脱水回收和溶剂分离、套用(回收的有机溶剂作为新溶剂，重新返回生产工段中使用)，尤其对与水共沸的体系具有较好的分离效果。该系统尺寸小，长度为1～5米，宽度为1～3米，高度为1.5～4米，节省空间，设备全封闭运行。整体系统封闭于机箱中，并通过设置抽风装置及时将可能逸出的极少量的有机溶剂抽出，避免有机溶剂积聚，提高装置的安全性。装置整体采用不锈钢材质，设备与管道之间采用法兰或者快拆式卡箍的连接，确保装置的密封性能。该系统运行过程由PLC控制相关进出料阀门、进料泵、真空泵动作，调节参数如温度、压力、流量等。如PLC控制器将控制信号发送给进料控制阀，控制阀作为执行器会根据控制器信号的变化有不同的开度，控制阀后设置流量计实时测量流量，并把流量信号发送给控制器，控制器根据流量计返回的流量信号，通过运算后把控制信号重新发送给调节阀，直至流量计测量流量达到预设流量。整个系统由PLC编程控制全部自动化，无需人工操作。
本发明所述分离回收系统可广泛用于但不限于多肽行业(乙腈、四氢呋喃、乙醇，甲基叔丁基醚脱水，二氯甲烷，甲醇回收等)、电子行业(异丙醇，丁酮脱水，丙酮回收等)以及实验室废有机溶剂的在线回收和套用。以上行业中涉及到的乙腈、四氢呋喃、乙醇、异丙醇、丁酮、甲醇、二氯甲烷、甲基叔丁基的含水量从0～99％均适用该装置，以及两种以上混合的溶剂的分离。经过该装置后废水中有机溶剂的含量小于0.1％。
该装置可广泛用于但不仅限于多肽行业(乙腈、甲醇、DMF、四氢呋喃、乙醇脱水等)、电子行业(异丙醇脱水等)以及实验室废有机溶剂的在线回收和套用，大大降低企业溶剂外购量和危废产生量，极大地降低企业的生产成本和环保成本。
本发明提供的基于上述分离回收系统的分离回收方法，包括以下步骤，将含水有机溶剂，或者两种共沸或不共沸混合溶剂经过调质后通过泵连续进入精馏塔，控制精馏塔进料量为10～300L/h，塔釜温度为60～300℃，塔顶温度为40～200℃，塔的操作压力为10～300kPa，回流比为0.5～5，通过精馏，溶剂被提纯至80wt％以上，进入渗透汽化膜组件进行深度分离，渗透汽化膜组件进料温度为80～150℃，进料量为0.5～50L/h，操作压力为100～600kPa，提纯至有机溶剂纯度≥99.9％(wt)。
本发明所述分离回收系统，可根据被分离废液的组分和对分离纯度的需要，对所述分离回收系统进行选择使用。
1.含水有机溶剂被提纯至80％(wt)以上，进入渗透汽化膜组件进行深度脱水，经过脱水的有机溶剂纯度≥99.9％(wt)，经过该装置后排放废水有机溶剂含量≤0.1％。
2.不共沸两种溶剂，高效精馏塔塔顶得到一种沸点较低的有机溶剂含量≥99％(wt)，塔底得到第二种沸点较高的有机溶剂含量≥99％(wt)。
3.共沸的两种有机溶剂通过加入萃取剂，高效精馏塔塔顶得到水含量小于20％有机溶剂，塔底得到第二种有机溶剂含量≥99％(wt)。
所述小型溶剂回收装置根据处理量的不同，精馏装置进料量为10～300L/h，渗透汽化膜组件进料量为0.5～50L/h。本发明回收分离系统，回收过程中产生的废气通过管道经负压风机排至处理系统，通过深度冷凝，喷淋吸收和活性炭吸附达标排放。
与现有技术相比，本发明具有以下益效果：
1.本发明回收分离系统，整个回收过程采用PLC控制，回收装置置于机箱内，机箱设有抽风装置，及时将可能逸出的极少量的有机溶剂抽出，避免有机溶剂积聚，提高装置的安全性。
2.本发明回收分离系统，装置实现密闭化操作，装置整体采用不锈钢材质，设备与管道之间采用法兰或者快拆式卡箍的连接，确保装置的密封性能，精馏塔采用先进的高规格填料，具有塔板数高、负荷大、塔板效率高的特点，缩短了操作时间，减少了溶剂挥发、暴露的可能。
3.本发明回收分离系统，精馏塔顶的冷凝器采用负压深冷操作，确保最大限度回收有机溶剂，可以降低精馏过程中产品的出口温度。
4.本发明所述分离回收系统由于填料精馏塔中液体分布器解决了侧面进料带来的液流分布不均匀问题，填料塔水平截面上汽、液两相流体分布均匀、接触充分、传质传热效率高、压降小、不堵塞、不易造成液沫夹带和发泡，精馏效率高。
5.本发明所述分离回收系统，膜组件中设计了阻尼弹簧，提高汽流方向上的阻力，增加汽流在膜壳中的湍流程度，也能有效减少浓差极化的影响，还延长汽体在膜壳中的停留时间，从而有效提高渗透汽化膜组件的通量，减少膜组件的数量也就减少膜组件的投资成本。同时，结构简单，易于加工制作，加工成本低。
6.本发明所述分离回收系统，有机废液先经过精馏，再经过渗透汽化膜，通过精馏除去大部分的水，在经过渗透汽化膜进一步分离，有利于保护渗透汽化膜，延长使用寿命。
7.本发明所述系统实现了含水、共沸或不共沸的有机混合溶剂废液的分离提纯，提纯后有机溶剂纯度≥99.9％(wt)，得到的有机溶剂可直接使用。特别是满足了使用制备色谱的企业对有机溶剂的纯度较高的要求，并且该系统体积小，节省空间，是适合实验室、研发机构和符合GMP溶剂回用要求的小型化装置，占地面积小、操作简单，节省了大量的溶剂外购成本，对于企业长期生存、降低对环境的影响、降低生产成本具有重要意义。
附图说明
图1为本发明所述分离回收系统的整体结构示意图；
图2为本发明所述精馏塔的截面图；
图3为本发明所述精馏塔的液体分布器的俯视图。
图4为本发明所述精馏塔的液体分布器的仰视图。
图5为本发明所述精馏塔液体分布器上分流孔和顶帽的示意图(图中只示出一个分流孔)。
图6为本发明所述膜组件的俯视图；
图7为本发明所述膜组件正视图；
图8为本发明所述套装阻尼弹簧的膜示意图。
图中，1-调质釜，2-精馏塔，3-分凝器，4-全凝器，5-产品接收槽一，6-汽液分离器，7-汽化器，8-再热器，9-渗透汽化膜组，10-背压阀，11-产品冷凝器，12-产品接收槽二，13-渗透液冷凝器，14-渗透液槽，15-萃取/共沸剂槽，16-萃取/共沸剂冷凝器，17-预热器，18-进料泵，19-塔体，20-塔釜，21-分凝器、22-液体分布器、22-1圆盘，22-2分流孔，22-3沟槽，22-4-顶帽，23-进料管，24-渗透汽化膜管，25-圆柱形膜壳，26-固定盘，27-隔板，28-阻尼弹簧。
具体实施方式
下面通过具体实施方式对本发明作进一步详细说明。但本领域技术人员将会理解，下列实施例仅用于说明本发明，而不应视为限定本发明的范围。按照本领域内的文献所描述的技术或条件或者按照产品说明书进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市购获得的常规产品。
为了描述简洁，本发明中术语“精馏塔”在无特殊说明的情况下，在本发明所述改进结构基础上，可以分别指代普通精馏塔含加压精馏塔、常压精馏塔、减压精馏塔，萃取精馏塔以及共沸精馏塔、反应精馏塔。
以下实施例中，除特别描述外，所采用设备或构件可选用常规设备。
实施例1
分离回收系统，由精馏系统和渗透汽化膜分离系统通过工艺管线连接组成；
所述精馏系统包括调质釜1、精馏塔2、分凝器3、全凝器4和产品接收槽一5，所述调质釜的出料口与精馏塔的进料口连通，所述分凝器设置在精馏塔顶部塔体内，所述全凝器设置在精馏塔顶，用于将未被分凝器冷凝的低沸点组分冷凝，全凝器出料口设置分流管线，使一部分冷凝产品进入产品接收槽一，一部分回流进精馏塔；
所述渗透汽化膜分离系统包括汽化器7、汽液分离器6、再热器8、渗透汽化膜组9、渗透液冷凝器13、产品冷凝器11、产品接收槽二12组成；所述汽化器的进料口和产品接收槽二均与产品接收槽一连通，汽化器的出料口与汽液分离器的进料口连通，汽液分离器的出料口与再热器的进料口连通，再热器的出料口连接膜组件，所述渗透汽化膜组由1～6级渗透汽化膜单元串联构成，每单元由2-6个组件并联构成，每级渗透汽化膜分别配置渗透液冷凝器和渗透液槽14，所述渗透液槽与精馏系统精馏塔进料口连通或直接排废，膜组件的出料口连接产品冷凝器和产品接收槽。
所述精馏塔为填料塔，精馏塔采用侧线进料，在塔体的顶部和中部各设置一个进料口，进料口位于填料塔液体分布器的中心上方，所述液体分布器由圆盘和均匀设置在圆盘上的若干分流孔构成，圆盘表面设置有连接分流孔和圆盘中心点的沟槽，沟槽的路径满足每个分流孔到圆盘中心点的距离相等。所述分流孔为圆柱形孔，每个分流孔的顶部设置有顶帽，所述顶帽通过设置在分流孔口的支撑柱支撑固定，实现与分流孔口之间保持间隙供上升的汽相通过。所述精馏塔的填料为不锈钢丝网成型的θ型填料、三角弹簧填料、玻璃陶瓷或塑料材质填料。所述精馏塔进料管线上设置有预热物料的预热器；所述调质釜为带搅拌结构的反应釜。精馏系统还包括储存萃取剂或共沸剂的萃取/共沸剂储槽15，和用于向精馏塔塔中进萃取剂或共沸剂的进料泵18。所述萃取/共沸剂储槽与精馏塔进料口之间的管线上设置有萃取/共沸剂冷却器16。所述精馏塔塔釜采用电、蒸汽或导热油加热方式。所述精馏塔进料管线上设置有预热物料的预热器17。
所述渗透汽化膜分离系统中，所述渗透汽化膜组件由若干根渗透汽化膜管、圆柱形膜壳和膜隔板构成，所述膜管均匀固定在设置有多个固定孔的固定盘上，所述固定盘位于膜壳顶部，所述膜隔板一端固定在固定盘上，另一端伸向膜壳底部，将膜壳内空间和膜管均匀隔成相通的两部分，所述渗透汽化膜分离系统中，每根渗透汽化膜管外均套有耐腐蚀材质(如四氟材质等)制作的内径为φ13的阻尼弹簧，该弹簧的作用具体体现在以下两点，一方面弹簧增加了渗透汽化膜壳内介质的湍动性，使料在膜壳径向的分布更加均匀，尽可能地避免返混；另一方面，因弹簧的扰动作用，使渗透汽化膜表面的浓差极化层大大变薄，极大地增加了物料的传质速率。因此，通过该阻尼设置大大提高了渗透汽化膜的通量和分离效率。
所述渗透汽化膜分离系统中，渗透汽化膜组件最后一组渗透汽化膜单元与产品冷凝器之间设置有背压阀10。渗透汽化膜组件上一级和下一级分离膜之间设置有补热器。
实施例2 乙腈-水分离
以多肽行业的乙腈废液为例说明小型溶剂回收装置的操作方法。多肽行业乙腈废液(混合溶剂)包含约10～15％wt.乙腈和85～90％wt.水(本例以15％wt.乙腈，85％wt.的水作为实例说明)，此外还含有少量的高沸点物质。混合溶剂经泵以100L/h(质量流量为90.73kg/h)的流量连续进入精馏塔中，精馏塔顶部采用内置冷凝器，根据塔顶温度控制循环水的进料量，塔顶温度控制为88.4℃，压力控制为0.15MPa，塔顶采出气相质量流量为17kg/h，乙腈质量组成为80.1％wt.，水质量组成为19.9％wt.；塔釜控制温度为111.4℃，连续采出废水，流量为73.73kg/h，废水中乙腈的含量不高于500ppm，此外一些高沸点的杂质液随废水一起排放出此装置，进行后续处理。
塔顶采出的乙腈-水气相混合物，进入第一级渗透汽化膜(面积约1.5m2)，第一级透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入一级渗透液储槽中。渗透汽化膜的进料控制温度为88.4℃，进料压力为0.15MPa，经一级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为3.09kg/h，其中乙腈的含量小于500ppm，此透过液作为废水排出该装置；经过第一级渗透汽化膜的物料中乙腈的质量组成为98.7％，流量为13.91kg/h。乙腈-水混合溶剂经补热器预热至100℃后，进入第二级渗透汽化膜(面积约2.5m2)，第二级渗透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入二级渗透液储槽中，经二级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为0.3kg/h，其中乙腈的质量组成约为1％，此透过液积累一段时间后排入渗透液槽进一步回收乙腈；经过第二级渗透汽化膜的物料中乙腈的质量组成为99.99％，流量为13.61kg/h。获得的高纯度乙腈蒸汽经冷凝、冷却后进入乙腈产品槽，乙腈的整体回收率≥98％，回收后的乙腈完全可达到回用要求。废水中乙腈含量≤0.1％，最大程度减少了企业危废产生量,每年回收溶剂量10吨-900吨。
实施例3 THF-水分离
以某制药企业的四氢呋喃(THF)废液为例说明小型溶剂回收装置的操作方法，THF废液包含约20～25％wt.THF和75～80％wt.水(本例以20％wt.THF，80％wt.的水作为实例说明)，此外还含有少量的高沸点物质和少量不溶性杂质。THF废液经过滤去除其中不溶性杂质后，经泵以100L/h(质量流量为98.78kg/h)的流量连续进入精馏塔中，精馏塔顶部采用内置冷凝器，根据塔顶温度控制循环水的进料量，塔顶温度控制为97.8℃，压力控制为0.3MPa，塔顶采出气相质量流量为22kg/h，THF质量组成为89.81％wt.，水质量组成为10.19％wt.；塔釜控制温度为133.6℃，连续采出废水，流量为76.79kg/h，废水中THF的含量不高于500ppm，此外，一些高沸点的杂质也随废水一起排放出此装置，进行后续处理。塔顶采出的THF-水气相混合物，进入第一级渗透汽化膜(面积约1.0m2)，第一级透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入一级渗透液储槽中，渗透汽化膜的进料控制温度为97.8℃，进料压力为0.3MPa，经一级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为1.79kg/h，其中THF的含量小于500ppm，此透过液作为废水排出该装置；经过第一级渗透汽化膜的物料中THF的质量组成为97.78％，流量为20.21kg/h。THF-水混合溶剂经补热器预热至100℃后，进入第二级渗透汽化膜(面积约2.0m2)，第二级渗透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入二级渗透液储槽中，经二级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为0.45kg/h，其中THF的质量组成约为1％，此透过液积累一段时间后排入渗透液槽进一步回收THF；经过第二级渗透汽化膜的物料中THF的质量组成为99.99％，流量为19.75kg/h。获得的高纯度THF蒸汽经冷凝、冷却后进入产品槽，THF的整体回收率≥98％，回收后的THF完全可达到回用要求。
实施例4 丙酮-甲醇分离
以某制药企业的丙酮-甲醇废液为例说明小型溶剂回收装置的操作方法，该废液包含约25～30％wt.丙酮和70～75％wt.水(本例以25％wt.丙酮，75％wt.的甲醇作为实例说明)，此外还含有少量不溶性杂质。丙酮-甲醇废液首先经过滤去除其中不溶性杂质后，经泵以100L/h(质量流量为79.4kg/h)的流量连续进入精馏塔中，精馏塔顶部采用内置冷凝器，根据塔顶温度控制循环水的进料量，由于甲醇和丙酮的沸点较接近，所以精馏过程需加入水作为萃取剂，进行萃取精馏，萃取剂水的进料量控制为60L/h，从精馏塔的上部进料口进料。精馏塔顶温度控制为89.3℃，压力控制为0.3MPa，塔顶采出气相质量流量为20kg/h，丙酮质量组成为94.2％wt.，水质量组成为5.8％wt.，甲醇的含量不大于500ppm；塔釜控制温度为105.8℃，连续采出水、甲醇和丙酮，流量为109.13kg/h，塔釜出料中水-甲醇-丙酮的质量组成分别为44.48％-54.54％-0.93％，此外一些高沸点的杂质也随废水一起排放出此装置，进行后续处理。塔顶采出的丙酮-水气相混合物，进入第一级渗透汽化膜(面积约1.0m2)，第一级透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入一级渗透液储槽中，渗透汽化膜的进料控制温度为89.3℃，进料压力为0.3MPa，经一级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为0.93kg/h，其中丙酮的含量小于500ppm，此透过液作为废水排出该装置；经过第一级渗透汽化膜的物料中THF的质量组成为98.78％，流量为19.07kg/h。丙酮-水混合溶剂经补热器预热至100℃后，进入第二级渗透汽化膜(面积约2.0m2)，第二级渗透汽化膜透过液侧控制真空度10kPa，渗透液经过低温水(7℃)和冷冻水(-20℃)的两级冷凝冷却排入二级渗透液储槽中，经二级渗透汽化膜的分离作用后，透过液的流量为0.23kg/h，其中丙酮的质量组成约为1％，此透过液积累一段时间后排入渗透液槽进一步回收丙酮；经过第二级渗透汽化膜的物料中丙酮的质量组成为99.99％，流量为18.84kg/h。获得的高纯度丙酮蒸汽经冷凝、冷却后进入产品槽，丙酮的整体回收率约为95％，回收后的丙酮完全可达到回用要求。

Claims (10)

1.含水有机废液和有机溶剂分离回收系统，其特征在于，由精馏系统和渗透汽化膜分离系统通过工艺管线连接组成；
所述精馏系统包括调质釜、精馏塔、分凝器、全凝器和产品接收槽一，所述调质釜的出料口与精馏塔的进料口连通，所述分凝器设置在精馏塔顶部塔体内，所述全凝器设置在精馏塔顶，用于将未被分凝器冷凝的低沸点组分冷凝，全凝器出料口设置分流管线，使一部分冷凝产品进入产品接收槽一，一部分回流进精馏塔；
所述渗透汽化膜分离系统包括汽化器、汽液分离器、再热器、渗透汽化膜组、渗透液冷凝器、产品冷凝器、产品接收槽二组成；所述汽化器的进料口和产品接收槽二均与产品接收槽一连通，汽化器的出料口与汽液分离器的进料口连通，汽液分离器的出料口与再热器的进料口连通，再热器的出料口连接膜组件，所述渗透汽化膜组由1～6级渗透汽化膜单元串联构成，每单元由2-6个膜组件串联或并联构成，每级渗透汽化膜单元分别配置渗透液冷凝器和渗透液槽，所述渗透液槽与精馏系统精馏塔进料口连通或直接排废，渗透汽化膜组的出料口连接产品冷凝器和产品接收槽。
2.根据权利要求1所述分离回收系统，其特征在于，所述精馏塔为填料塔，精馏塔采用侧线进料，在塔体的顶部和中部各设置一个进料口，进料口位于填料塔液体分布器的中心上方，所述液体分布器由圆盘和均匀设置在圆盘上的若干分流孔构成，圆盘表面设置有连接分流孔和圆盘中心点的沟槽，沟槽的路径满足每个分流孔到圆盘中心点的距离相等。
3.根据权利要求2所述分离回收系统，其特征在于，所述分流孔为圆柱形孔，每个分流孔的顶部设置有顶帽，所述顶帽通过设置在分流孔口的支撑柱支撑固定，实现与分流孔口之间保持间隙供上升的汽相通过。
4.根据权利1-3中任一权利要求所述分离回收系统，其特征在于，所述渗透汽化膜分离系统中，所述渗透汽化膜组件由若干根渗透汽化膜管、圆柱形膜壳和膜隔板构成，所述膜管均匀固定在设置有多个固定孔的固定盘上，所述固定盘位于膜壳顶部，所述膜隔板一端固定在固定盘上，另一端伸向膜壳底部，将膜壳内空间和膜管均匀隔成相通的两部分，所述膜管外均套有耐腐蚀材质制作的阻尼弹簧。
5.根据权利要求3所述分离回收系统，其特征在于，所述渗透汽化膜分离系统中，渗透汽化膜组件最后一组渗透汽化膜单元与产品冷凝器之间设置有背压阀。
6.根据权利要求3所述分离回收系统，其特征在于，渗透汽化膜组件上一级和下一级分离膜之间设置有补热器。
7.根据权利要求2所述分离回收系统，其特征在于，所述精馏塔的填料为不锈钢丝网成型的θ型填料、三角弹簧填料、玻璃陶瓷或塑料材质填料。
8.根据权利要求2所述分离回收系统，其特征在于，所述精馏塔进料管线上设置有预热物料的预热器；所述调质釜为带搅拌结构的反应釜。
9.根据权利要求2所述分离回收系统，其特征在于，精馏系统还包括储存萃取剂或共沸剂的萃取/共沸剂储槽，和用于向精馏塔塔中进萃取剂或共沸剂的进料泵。
10.使用要求1-9中任一权利要求所述分离回收系统进行溶剂分离回收的方法，其特征在于，包括以下步骤：
将含水有机溶剂，或者两种共沸或不共沸混合溶剂经过调质后通过泵连续进入精馏塔，控制精馏塔进料量为10～300L/h，塔釜温度为60～300℃，塔顶温度为40～200℃，塔的操作压力为10～300kPa，回流比为0.5～5，通过精馏，待回收溶剂被提纯至80wt％以上后，进入渗透汽化膜组进一步分离，渗透汽化膜组进料温度为80～150℃，进料量为0.5～50L/h，操作压力为100～600kPa，经渗透汽化膜分离后，有机溶剂被提纯至纯度≥99.9wt％。
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