CN110835287B - 乙醇回收与热量利用的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及乙醇回收与热量利用的方法，主要解决现有技术中存在的乙醇回收和1,4‑二氧六环废水处理困难、分离能耗高问题。本发明通过采用将含有水、乙醇和1,4‑二氧六环的混合溶液从萃取塔中下部进入，萃取剂物流从萃取塔中上部进入，萃取塔顶得到粗乙醇物流，萃取塔釜得到粗萃取剂物流；粗乙醇物流去乙醇回收塔，塔顶得到无水乙醇物流，塔釜得到1,4‑二氧六环物流；含有萃取剂和水的粗萃取剂物流去溶剂回收塔，塔釜得到萃取剂物流返回至萃取塔，塔顶气相物流作为乙醇回收塔塔釜再沸器部分或全部热源的技术方案，较好地解决了该问题，可用于乙醇回收工艺生产中。

Description

乙醇回收与热量利用的方法
技术领域
本发明涉及一种乙醇回收的方法，具体来说，从1,4-二氧六环溶剂中回收乙醇的工艺。
背景技术
乙醇俗称酒精，分子式C2H6O，根据GB/T394.1-2008工业酒精国标，优级≥96％vol，一级≥95％vol；根据GB/T678-2002无水乙醇国标，化学纯≥99.5％wt，水含量≤0.5％wt；分析纯≥99.7％wt，水含量≤0.3％wt；优级纯≥99.8％wt，水含量≤0.2％wt；乙醇的用途很广，可用乙醇制造醋酸、饮料、香精、染料、燃料等。医疗上也常用体积分数为70％～75％的乙醇作消毒剂等，在国防化工、医疗卫生、食品工业、工农业生产中都有广泛的用途。
最近几年，由于石油价格的波动，燃料乙醇的消费增长也在提速。中国燃料乙醇产业起步较晚，但发展迅速，燃料乙醇在中国具有广阔前景。随着国内石油需求的进一步提高，以乙醇等替代能源为代表的能源供应多元化战略已成为中国能源政策的一个方向。中国已成为世界上继巴西、美国之后第三大生物燃料乙醇生产国和应用国。燃料乙醇走向了非粮乙醇发展的道路，并得到了快速发展。
燃料乙醇拥有清洁、可再生等特点，可以降低汽车尾气中一氧化碳和碳氢化合物的排放。未来我国燃料乙醇行业的重点是降低生产成本、减少政府补贴，为此，制定生物燃料乙醇生产过程的消耗控制规范，及产品质量技术标准，统一燃料乙醇生产消耗定额标准，包括物耗、水耗、能耗等，是降本增效的有力手段。
作为汽油添加剂，可提高汽油的辛烷值。通常车用汽油的辛烷值一般要求为90或93，乙醇的辛烷值可达到111，所以向汽油中加入燃料乙醇可大大提高汽油的辛烷值，且乙醇对烷烃类汽油组分(烷基化油、轻石脑油)辛烷值调和效应好于烯烃类汽油组分(催化裂化汽油)和芳烃类汽油组分(催化重整汽油)，添加乙醇还可以较为有效地提高汽油的抗爆性。
乙醇的氧含量高达34.7％，乙醇可以按较甲基叔丁基醚(MTBE)更少的添加量加入汽油中。汽油中添加7.7％乙醇，氧含量达到2.7％；如添加10％乙醇，氧含量可以达到3.5％，所以加入乙醇可帮助汽油完全燃烧，以减少对大气的污染。使用燃料乙醇取代四乙基铅作为汽油添加剂，可消除空气中铅的污染；取代MTBE，可避免对地下水和空气的污染。另外，除了提高汽油的辛烷值和含氧量，乙醇还能改善汽车尾气的质量，减轻污染。一般当汽油中的乙醇的添加量不超过15％时，对车辆的行驶性没有明显影响，但尾气中碳氢化合物、NOx和CO的含量明显降低。美国汽车/油料(AQIRP)的研究报告表明：使用含6％乙醇的加州新配方汽油，与常规汽油相比，HC排放可降低5％，CO排放减少21-28％，NOx排放减少7-16％，有毒气体排放降低9-32％。
1,4-二氧六环(1,4-dioxane)，分子式C4H8O2，既溶于水又溶于多种有机溶剂。合成1,4-二氧六环的路线主要有环氧乙烷法、乙二醇法、及二甘醇法。乙二醇法由乙二醇和浓磷酸共同蒸馏脱水而制得。是醋酸纤维素、树脂、植物油、矿物油、油溶染料等的溶剂，也用于制喷漆、清漆、增塑剂、润湿剂等。
1,4-二氧六环在医药、化妆品、香料等特殊精细化学品制造，以及科学研究中作为溶剂、反应介质、萃取剂使用。在日本，该品主要用作1,1,1-三氯乙烷的稳定剂，添加量为2.5-4％；其次，应用较多的是作为聚氨酯合成革、氨基酸合成革等的反应溶剂。该品溶解能力强，与二甲基甲酰胺相近，比四氢呋喃强。1,4-二氧六环有以下重要用途：1.与三氧化硫形成配位化合物，可用作许多化合物合成时的硫酸化剂；2.用于医药、农药的提取，石油产品的脱蜡等；3.用作染料分散剂、木材着色剂的分散剂以及油溶性染料的溶剂；4.用作高纯度金属表面处理剂等。
常压下，1,4-二氧六环和乙醇形成共沸物，共沸组成为1,4-二氧六环：乙醇＝5.1:94.9mole％，共沸点温度为78.13℃；水与乙醇形成共沸物，共沸组成为水：乙醇＝10.57:89.43mole％，共沸点温度为78.15℃；1,4-二氧六环和水形成共沸物，共沸组成为1,4-二氧六环：水＝36.52:63.48mole％，共沸点温度为89.47℃；1,4-二氧六环和乙醇，水形成三元共沸物，共沸组成为1,4-二氧六环：乙醇：水＝4.2:85.3:10.5mole％，共沸点温度为78.08℃。因此，通过常压精馏从1,4-二氧六环废水中回收乙醇、1,4-二氧六环比较困难。
CN 1473823A本发明公开了高纯度1,4-二氧六环的生产工艺，以二乙二醇为原料，用液固相复合催化剂在常压下，温度为150-200℃脱水成环，加共沸剂低温脱水，加除杂剂除杂得高纯度1,4-二氧六环，采用催化脱水成环，脱水除杂的工艺制备1,4-二氧六环。
现有技术和专利大多通过加入萃取剂来分离1,4-二氧六环和乙醇，还没有关于1,4-二氧六环和乙醇的直接分离技术的研究。从目前能够查询的资料来看，尚未有乙醇、1,4-二氧六环、水回收利用的方法报道。
发明内容
本发明提供乙醇回收与热量利用工艺，主要解决现有技术中存在的乙醇回收和1,4-二氧六环废水处理困难、分离能耗高问题。
为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案为：加入萃取剂将水和乙醇、1,4-二氧六环分离，然后分离乙醇、1,4-二氧六环得到无水乙醇，同时分离水和萃取剂，萃取剂循环利用，并利用溶剂回收塔塔顶气相物流冷凝放热作为乙醇回收塔塔釜再沸器部分或全部热源。包括以下步骤：
a)含有水、乙醇和1,4-二氧六环的混合溶液从萃取塔中下部进入，萃取剂物流从萃取塔中上部进入，萃取塔顶得到含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流，萃取塔釜得到含有萃取剂和水的粗萃取剂物流；
b)上述含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流去乙醇回收塔，塔顶得到无水乙醇物流，塔釜得到1,4-二氧六环物流；
c)上述含有萃取剂和水的粗萃取剂物流去溶剂回收塔，塔釜得到萃取剂物流返回至萃取塔，塔顶气相物流作为乙醇回收塔塔釜再沸器部分或全部热源；
d)上述塔顶气相物流与乙醇回收塔塔釜再沸器换热后得到冷凝后物流送入塔顶回流罐，塔顶回流罐采出回流物流返回至溶剂回收塔上部，塔顶回流罐采出废水物流至系统外。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔塔顶塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度15～40℃。
本发明技术方案中，所述混合溶液以重量百分比计，包括以下组分：1％～50％的乙醇，1～15％的1,4-二氧六环，50～95％的水；优选的混合溶液以重量百分比计，包括以下组分：5～45％的乙醇，4～11％的1,4-二氧六环，50～90％的水。
本发明技术方案中，所述萃取塔操作压力为0.20～1.0MPaA，塔顶温度为90～160℃。
本发明技术方案中，所述乙醇回收塔操作压力为0.20～1.0MPaA，塔顶温度为90～160℃。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔操作压力为0.20～1.0MPaA，塔顶温度为120～180℃。
本发明技术方案中，所述萃取剂为丙二醇、环丁砜、二甲基甲酰胺、二甲基乙酰胺、甲基吡咯啶酮、二甲基亚砜和六甲基磷酰胺中的至少一种。
本发明技术方案中，所述萃取剂为丙二醇或二甲基亚砜。
本发明技术方案中，所述溶剂比为0.5～0.98，优选为0.6～0.9。
本发明技术方案中，所述每个精馏塔具有20-100块理论塔板。
本发明技术方案中，所述萃取剂在整个工艺过程中会有损失，需要补加来自体系外的萃取剂。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量大于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器无需从外界补充热量，溶剂回收塔需要增加塔顶冷凝器将与乙醇回收塔塔釜再沸器换热后塔顶气相物流未凝气体全部冷凝，然后再送入塔顶回流罐。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量等于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器无需从外界补充热量，溶剂回收塔无需增加塔顶冷凝器。
本发明技术方案中，所述溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度10～40℃，优先溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度10～30℃，更优选溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度10～25℃。
本发明另一种技术方案中，所述乙醇回收塔塔顶气相物流，经过增压升温升压后，作为塔釜再沸器第二热源，可以在本发明的技术方案上，进一步利用能量，降低本技术方案的能耗。
表1列出了萃取剂常压下沸点，在无萃取剂和萃取剂存在的条件下，水对乙醇、1,4-二氧六环相对挥发度的变化情况。
表1
Figure GDA0003936016140000051
从上表可以看出，二甲基亚砜和丙二醇的加入，使水对乙醇、1,4-二氧六环的相对挥发度均减小，但二甲基亚砜效率高于丙二醇；甲基吡咯啶酮的加入，使水对乙醇、1,4-二氧六环的相对挥发度均增大，但是水对乙醇的相对挥发度几乎不变；二甲基甲酰胺和环丁砜的加入，使水对乙醇的相对挥发度减小、使水对乙醇的相对挥发度1,4-二氧六环增大。只有二甲基亚砜和丙二醇可以作为萃取剂。
二甲基亚砜(Dimethyl sulfoxide，简称DMSO)粘度小，流动性好，毒性比二甲基甲酰胺(DMF)、二甲基乙酰胺、甲基吡咯啶酮(NMP)及六甲基磷酰胺(HMPA)等溶剂低。
因此综合考虑，本发明优选二甲基亚砜作为萃取剂。
定义溶剂比＝萃取剂质量/(原料质量+萃取剂质量)
溶剂比从0.6增加到0.9过程中，水对1,4-二氧六环的相对挥发度一直降低，当溶剂比增加到0.9后，下降幅度减小。
在采用二甲基亚砜作为萃取剂萃取精回收乙醇的方法中，在溶剂比优选为0.6～0.9，萃取塔操作压力优选为0.20-0.80MPaA，塔顶温度优选为90-150℃，乙醇回收塔操作压力优选为0.2-0.8MPaA，塔顶温度优选为90-150℃，溶剂回收塔操作压力优选为0.2-0.8MPaA，塔顶温度优选为120-170℃的条件下，乙醇回收率超过99.5％，乙醇纯度超过95.0％(以质量百分比计)。
附图说明
图1为本发明的工艺流程示意图。
图2为本发明的另一工艺流程示意图。
图1中，A为萃取塔，B为乙醇回收塔，C为溶剂回收塔，D为换热器，E为回流罐，F为增压设备，G为换热器；1为混合溶液，2为粗萃取剂物流，3为粗乙醇物流，4为无水乙醇物流，5为1,4-二氧六环物流，6为乙醇回收塔再沸器进料物流，7为乙醇回收塔再沸器出料物流，8为萃取剂物流，9为溶剂回收塔塔顶气相物流，10为冷凝后物流，11为溶剂回收塔回流物流，12为废水物流，13为乙醇回收塔第二再沸器进料物流，14为乙醇回收塔第二再沸器出料物流，15为增压后物流，16为换热后物流。
图1中，含有水、乙醇和1,4-二氧六环的混合溶液(1)从萃取塔A中下部进入，萃取剂物流(8)从萃取塔A中上部进入，萃取剂物流进料位置到塔顶之间为精馏段，萃取剂和混合溶液进料位置之间为萃取段，混合溶液进料位置到塔釜之间为提馏段，萃取塔A塔顶得到含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流(3)，塔釜得到含有萃取剂和水的粗萃取剂物流(2)；含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流(3)去乙醇回收塔B，塔顶得到无水乙醇物流(4)，塔釜得到1,4-二氧六环物流(5)；含有萃取剂和水的粗萃取剂物流(2)去溶剂回收塔C，塔釜得到萃取剂物流(8)返回至萃取塔A，塔顶得到气相物流(9)与乙醇回收塔塔釜再沸器换(E)热后得到冷凝后物流(10)送入塔顶回流罐(E)，塔顶回流罐采出回流物流(11)返回至溶剂回收塔上部，塔顶回流罐采出废水物流(12)至系统外。
图2中，含有水、乙醇和1,4-二氧六环的混合溶液(1)从萃取塔A中下部进入，萃取剂物流(8)从萃取塔A中上部进入，萃取剂物流进料位置到塔顶之间为精馏段，萃取剂和混合溶液进料位置之间为萃取段，混合溶液进料位置到塔釜之间为提馏段，萃取塔A塔顶得到含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流(3)，塔釜得到含有萃取剂和水的粗萃取剂物流(2)；含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流(3)去乙醇回收塔B，塔顶得到无水乙醇物流(4)，塔釜得到1,4-二氧六环物流(5)；含有萃取剂和水的粗萃取剂物流(2)去溶剂回收塔C，塔釜得到萃取剂物流(8)返回至萃取塔A，塔顶得到气相物流(9)与乙醇回收塔塔釜再沸器换(E)热后得到冷凝后物流(10)送入塔顶回流罐(E)，塔顶回流罐采出回流物流(11)返回至溶剂回收塔上部，塔顶回流罐采出废水物流(12)至系统外，无水乙醇物流(4)经增压设备F增压后得到增压后物流(15)，与乙醇回收塔第二再沸器进料物流(13)换热后得到物流(16)，物流(13)换热后得到物流(14)返回乙醇回收塔下部。
下面通过实施例对本发明做进一步的阐述，但是这些实施例无论如何都不对本发明的范围构成限制。
具体实施方式
【实施例1】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为40，操作压力为0.22MPaA，塔顶温度为100℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.20MPaA，塔顶温度为98℃，塔釜温度119℃。
溶剂回收塔理论塔板数为30，操作压力为0.26MPaA，塔顶温度为129℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度10℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源803kW，整个分离系统可节约能源13.4％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例2】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为50，操作压力为0.40MPaA，塔顶温度为118℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.33MPaA，塔顶温度为112℃，塔釜温度136℃。
溶剂回收塔理论塔板数为40，操作压力为0.43MPaA，塔顶温度为146℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度10℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源777kW，整个分离系统可节约能源12.23％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例3】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为0.60MPaA，塔顶温度为118℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.53MPaA，塔顶温度为117℃，塔釜温度139℃。
溶剂回收塔理论塔板数为50，操作压力为0.62MPaA，塔顶温度为159℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度20℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源757kW，整个分离系统可节约能源11.87％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例4】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为70，操作压力为0.80MPaA，塔顶温度为142℃。
乙醇回收塔理论塔板数为80，操作压力为0.73MPaA，塔顶温度为138℃，塔釜温度144℃。
溶剂回收塔理论塔板数为60，操作压力为0.82MPaA，塔顶温度为171℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度27℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源723kW，整个分离系统可节约能源11.32％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为97.6wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例5】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为151℃。
乙醇回收塔理论塔板数为90，操作压力为0.92MPaA，塔顶温度为146℃，塔釜温度151℃。
溶剂回收塔理论塔板数为70，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为180℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度29℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源704kW，整个分离系统可节约能源11.22％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为95.2wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例6】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.8，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为151℃。
乙醇回收塔理论塔板数为90，操作压力为0.92MPaA，塔顶温度为146℃，塔釜温度151℃。
溶剂回收塔理论塔板数为70，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为180℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度29℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源704kW，整个分离系统可节约能源10.72％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为95.6wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例7】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇43％wt，1,4-二氧六环5％wt，水52％wt，溶剂比为0.9，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为151℃。
乙醇回收塔理论塔板数为90，操作压力为0.92MPaA，塔顶温度为146℃，塔釜温度151℃。
溶剂回收塔理论塔板数为70，操作压力为1.00MPaA，塔顶温度为180℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度29℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源704kW，整个分离系统可节约能源10.22％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为96.0wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例8】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量4100kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇15％wt，1,4-二氧六环10％wt，水75％wt，溶剂比为0.8，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为0.35MPaA，塔顶温度为115℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.22MPaA，塔顶温度为98℃，塔釜温度125℃。
溶剂回收塔理论塔板数为50，操作压力为0.38MPaA，塔顶温度为142℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度17℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源921kW，整个分离系统可节约能源22.96％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例9】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量1500kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇5％wt，1,4-二氧六环10％wt，水85％wt，溶剂比为0.6，按照图1所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为0.55MPaA，塔顶温度为135℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.32MPaA，塔顶温度为113℃，塔釜温度144℃。
溶剂回收塔理论塔板数为50，操作压力为0.67MPaA，塔顶温度为163℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度19℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源948kW，整个分离系统可节约能源21.6％，溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量小于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器需要从外界补充热量。
乙醇产品纯度为99.60wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例10】
二甲基亚砜作为萃取剂，萃取剂流量4100kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇15％wt，1,4-二氧六环10％wt，水75％wt，溶剂比为0.8，按照图2所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为0.35MPaA，塔顶温度为115℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.22MPaA，塔顶温度为98℃，塔釜温度125℃。
溶剂回收塔理论塔板数为50，操作压力为0.38MPaA，塔顶温度为142℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度17℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源921kW，乙醇回收塔塔顶气相物流经增压设备F增压后得到增压后物流为乙醇回收塔第二再沸器提供热源1827kW，整个分离系统可节约能源68.49％，此时溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量大于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器不需要从外界补充热量，溶剂回收塔需要增加塔顶冷凝器将与乙醇回收塔塔釜再沸器换热后塔顶气相物流未凝气体全部冷凝，然后再送入塔顶回流罐。。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度100％，损失率为＜0.01％。
【实施例11】
丙二醇作为萃取剂，萃取剂流量4100kg/h，混合溶液进料1000kg/h，混合溶液进料组成乙醇15％wt，1,4-二氧六环10％wt，水75％wt，溶剂比为0.8，按照图2所示流程。
萃取塔理论塔板数为60，操作压力为0.35MPaA，塔顶温度为115℃。
乙醇回收塔理论塔板数为70，操作压力为0.22MPaA，塔顶温度为98℃，塔釜温度125℃。
溶剂回收塔理论塔板数为50，操作压力为0.38MPaA，塔顶温度为142℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度17℃。
溶剂回收塔塔顶气相物流为乙醇回收塔塔釜提供热源921kW，乙醇回收塔塔顶气相物流经增压设备F增压后得到增压后物流为乙醇回收塔第二再沸器提供热源1827kW，整个分离系统可节约能源68.05％，此时溶剂回收塔塔顶气相物流全凝时放热量大于乙醇回收塔塔釜再沸器所需热量时，乙醇回收塔塔釜再沸器不需要从外界补充热量，溶剂回收塔需要增加塔顶冷凝器将与乙醇回收塔塔釜再沸器换热后塔顶气相物流未凝气体全部冷凝，然后再送入塔顶回流罐。。
乙醇产品纯度为99.50wt％，回收率为99.50％，萃取剂纯度99.96％，损失率为0.05％。

Claims (5)

1.一种乙醇回收与热量利用的方法，包括以下步骤：
a)含有水、乙醇和1,4-二氧六环的混合溶液从萃取塔中下部进入，萃取剂物流从萃取塔中上部进入，萃取塔顶得到含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流，萃取塔釜得到含有萃取剂和水的粗萃取剂物流；
b)上述含有乙醇和1,4-二氧六环的粗乙醇物流去乙醇回收塔，塔顶得到无水乙醇物流，塔釜得到1,4-二氧六环物流；
c)上述含有萃取剂和水的粗萃取剂物流去溶剂回收塔，塔釜得到萃取剂物流返回至萃取塔，塔顶气相物流作为乙醇回收塔塔釜再沸器部分或全部热源；
上述塔顶气相物流与乙醇回收塔塔釜再沸器换热后得到冷凝后物流送入塔顶回流罐，塔顶回流罐采出回流物流返回至溶剂回收塔上部，塔顶回流罐采出废水物流至系统外；
溶剂比＝萃取剂质量/(原料质量+萃取剂质量)；溶剂比为0.6～0.8；
萃取塔操作压力为0.35～0.55MPaA，塔顶温度为115～135℃；
乙醇回收塔操作压力为0.22～0.32MPaA，塔顶温度为98～113℃，塔釜温度为125～144℃；
溶剂回收塔操作压力为0.38～0.67MPaA，塔顶温度为142～163℃；
溶剂回收塔塔顶气相物流温度高于乙醇回收塔塔釜1,4-二氧六环物流温度17℃～19℃；
所述萃取剂为丙二醇、二甲基亚砜中的至少一种。
2.根据权利要求1所述的乙醇回收与热量利用的方法，其特征在于混合溶液以重量百分比计，包括以下组分：1％～50％的乙醇，1～15％的1,4-二氧六环，50～95％的水。
3.根据权利要求1所述的乙醇回收与热量利用的方法，其特征在于每个精馏塔具有20-100块理论塔板。
4.根据权利要求1所述的乙醇回收与热量利用的方法，其特征在于乙醇回收塔塔顶气相物流，经过增压升温升压后，作为塔釜再沸器第二热源。
5.根据权利要求2所述的乙醇回收与热量利用的方法，其特征在于混合溶液以重量百分比计，包括以下组分：5～45％的乙醇，4～11％的1,4-二氧六环，50～90％的水。
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Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102372600A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 乙二醇、丙二醇和丁二醇的分离方法
CN105585429A (zh) * 2014-10-24 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 乙醇的回收方法

Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102372600A (zh) * 2010-08-23 2012-03-14 中国石油化工股份有限公司 乙二醇、丙二醇和丁二醇的分离方法
CN105585429A (zh) * 2014-10-24 2016-05-18 中国石油化工股份有限公司 乙醇的回收方法

Non-Patent Citations (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
三元共沸体系二恶烷-乙醇-水分离方法的研究;刘银川等;《计算机与应用化学》;20180628;第35卷(第6期);第480-489页 *

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