CN111630093A - 用于回收基于酰胺的化合物的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明提供了用于从聚芳硫醚的生产过程中产生的包含基于酰胺的化合物例如N‑甲基‑2‑吡咯烷酮的废液中有效地回收基于酰胺的化合物例如N‑甲基‑2‑吡咯烷酮的方法。

Description

用于回收基于酰胺的化合物的方法
技术领域
相关申请的交叉引用
本申请要求基于2018年12月18日向韩国知识产权局提交的韩国专利申请第10-2018-0164128号的优先权的权益，其公开内容通过引用整体并入本文。
本发明涉及用于从聚芳硫醚的生产过程中产生的包含基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的废液中有效地回收基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的方法。
背景技术
以聚苯硫醚(PPS)为代表的聚芳硫醚(PAS)具有优异的强度、耐热性、阻燃性和可加工性，因此，其被广泛用作在汽车、电气/电子产品、机械等中用于替代金属特别是压铸金属例如铝和锌的材料。特别地，在PPS树脂的情况下，其为超EP之一并且具有良好的流动性，因此，有利于用作通过与填料或增强材料例如玻璃纤维捏合的化合物。
通常，使用基于酰胺的化合物例如N-甲基吡咯烷酮(NMP)作为PAS聚合过程中的溶剂的方法在工业上是广泛已知的。此外，甚至在使PAS聚合之后，通过用基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)或水洗涤来除去剩余的未反应材料。以该方式使用的基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮比普通的有机溶剂更昂贵，此外，当被排放到水溶液中时，已知为环境污染的主要原因，并因此，通常将其回收、纯化并再利用。
然而，由于有机材料的溶解度越高，与水的相容性就越好，因此基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮与水无限量地混合。此外，当溶解有大量无机盐例如来自PAS生产过程的流出物时，难以进行按照原样蒸馏，并因此，已经尝试了各种回收方法。
例如，通过用NMP或水洗涤来除去PAS聚合之后剩余的未反应材料。此时，通过蒸馏过程回收所使用的大部分NMP。然而，在常规已知的蒸馏过程的情况下，基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的缺点在于：为了分离和回收具有高纯度的基于酰胺的化合物，用于增加蒸馏塔的理论塔板数的设备成本高并且能量消耗大。此外，当溶解有无机盐例如来自PAS生产过程的流出物时，为了确保蒸馏塔中的流动性，必须留下许多基于酰胺的化合物，因此，具有剩余组分的损失大并且处理成本增加的缺点。为了克服该蒸馏过程的缺点，进行尝试开发萃取过程或膜过程，但是混合有作为杂质包含在萃取溶剂中的无机盐并且另外用水对其进行萃取。在该过程期间，可以反向萃取基于酰胺的化合物，并且分离效率和性能仍不好，并因此，相关技术已失效或废弃并且尚未被广泛使用。
因此，持续需要开发能够使整个过程的能量消耗最小化，降低初始的设备成本以及更有效地分离高纯度化合物的用于回收基于酰胺的化合物的方法。
发明内容
技术问题
本发明的目的是提供这样的用于回收基于酰胺的化合物的方法：通过使用使对废液进行处理的蒸馏过程中产生的热能循环的方法，可以有效地从聚芳硫醚的生产过程中产生的包含基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的废液中回收基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮，从而降低整个过程的消耗能量。
技术方案
根据本发明的一个方面，提供了用于回收基于酰胺的化合物的方法，其包括：
第一步骤，将聚芳硫醚的生产过程中产生的包含水和基于酰胺的化合物的废液收集到储罐中；
第二步骤，由汽提段蒸馏废液，在汽提段的上部处分离汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物，以及在汽提段的下部处分离未汽化的包含基于酰胺的化合物的液体混合物；
第三步骤，通过将自汽提段的上部分离的经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物传递至精馏段来进行蒸馏；
第四步骤，使用热交换器使汽提段和精馏段的蒸馏过程中产生的热循环；
第五步骤，在精馏段中使经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物再循环，使经汽化的水流出至精馏段的上部，以及使通过再循环液化的酰胺化合物流出至精馏段的下部然后再循环至汽提段；以及
第六步骤，使从汽提段流出的包含基于酰胺的化合物的液相混合物流出至汽提段的下部。
在下文中，将更详细地描述根据本发明的具体实施方案的用于从聚芳硫醚的生产过程中产生的废液中回收基于酰胺的化合物的方法。
可以使用术语例如第一、第二等来描述各种组成部分，并且该术语仅用于将一个构成要素与另一组成部分区分开。
此外，本文所使用的术语仅用于描述特定的示例性实施例，并不旨在限制本发明。除非另外明确意指，否则单数表述包括复数表述。应理解，如本文中所使用的术语“包含”、“包括”和“具有”旨在指明存在所陈述的特征、数量、步骤、构成要素、或其组合，但应理解其不排除存在或添加一个或更多个其它特征、数量、步骤、构成要素、或其组合的可能性。
由于可以对本发明作出各种修改并且可以存在本发明的各种形式，因此示出具体实施例并以下将对其进行详细描述。然而，应理解，这不旨在将本发明限于本文所公开的特定形式，并且本发明涵盖落入本发明的精神和技术范围内的全部修改方案、等同方案、或替代方案。
在下文中，将逐步更详细地描述本发明。
根据本发明的一个实施方案，提供了用于回收基于酰胺的化合物的方法，其包括：
第一步骤，将聚芳硫醚的生产过程中产生的包含水和基于酰胺的化合物的废液收集到储罐中；
第二步骤，由汽提段蒸馏废液，在汽提段的上部处分离汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物，以及在汽提段的下部处分离未汽化的包含基于酰胺的化合物的液相混合物；
第三步骤，通过将自汽提段的上部分离的经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物传递至精馏段来进行蒸馏；
第四步骤，使用热交换器使汽提段和精馏段的蒸馏过程中产生的热循环；
第五步骤，在精馏段中使经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相化合物再循环，使经汽化的水流出至精馏段的上部，以及使通过再循环液化的酰胺化合物流出至精馏段的下部然后再循环至汽提段；以及
第六步骤，使从汽提段流出的包含基于酰胺的化合物的液相混合物流出至汽提段的下部。
本发明提供了用于从包含基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的水溶液中有效地回收基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的方法和设备。
特别地，本发明可以提供这样的方法：其中为了从由聚芳硫醚(PAS)的生产过程中产生的包含各种无机盐和杂质的废液中有效地分离高纯度的基于酰胺的化合物，通过同时使用蒸馏过程和热交换器可以使汽提段和精馏段中产生的热交换，甚至在不使用萃取过程的情况下，从而使整个过程的能量消耗最小化并且与之前相比在改善分离效率和性能的同时降低了初始设备成本。
具体地，用于回收基于酰胺的化合物的方法可以根据如图1所示的方法进行。
如图1所示，本发明的方法可以收集聚芳硫醚的生产过程中产生的废液，然后通过汽提段2、精馏段6、和位于汽提段与精馏段之间的至少一个热交换器8来进行，从而有效地从废液中回收基于酰胺的化合物。在这种情况下，图1仅为示例性的，并且用于回收酰胺化合物的过程和设备的范围根据热交换器的安装位置和数量而不限于附图。
所述方法可以通过将精馏段的能量引入到热集成蒸馏塔(HIDic，HeatIntegrated Distillation column)中通过汽提段的每个塔板中来进行。
特别地，所述方法可以通过对仅选择的塔板的热集成而不是对蒸馏塔的全部塔板的热集成来简化设计过程。
在汽提段与精馏段之间可以连接并安装至少一种类型的热交换器。
在本发明的一个实施方案中，第一步骤为将聚芳硫醚的生产过程中产生的包含水和基于酰胺的化合物的废液收集到储罐中的步骤。
聚芳硫醚的生产过程可以根据本领域中公知的方法来进行，并且在聚芳硫醚的聚合完成之后，可以进行洗涤过程以收集废液。
此时，第一步骤的废液优选为使用过滤装置经由预处理过程从聚芳硫醚的生产过程中的反应混合物中除去无机盐和聚芳硫醚的细粉末的液体。此外，过滤方式可以根据本领域中公知的方法来进行，并因此该方法没有限制。例如，可以通过对聚芳硫醚的生产过程中产生的反应混合物进行过滤以除去细粉末例如NaCl和PPS来收集第一步骤的废液。
例如，在聚芳硫醚(PAS)的生产过程中，洗涤之后的废液的组成包含约20重量％至约70重量％、或约30重量％至约60重量％的酰胺化合物例如NMP，以及包含氯化钠(NaCl)的盐水的组成可以包含约30重量％至约80重量％、或约40重量％至约70重量％。此外，相对于溶液介质的总重量，废液还可以包含约10重量％以内、或约5重量％以内的其它杂质，其包括p-DCB、NaSH、Na2S和分散的PPS细颗粒。其它杂质包括2-吡咯烷酮、1-甲基-2,5-吡咯烷酮和3-氯-N-甲基苯胺，其可以为它们中的一者或更多者。使包含水和基于酰胺的化合物的废液经受预处理过程例如过滤以除去细粉末例如NaCl和PPS，并被收集在储罐中。
第二步骤为这样的步骤：由汽提段蒸馏废液，在汽提段的上部处分离汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物，以及在汽提段的下部处分离未汽化的包含基于酰胺的化合物的液相混合物。
在将原料废液供给至汽提段之后，可以通过蒸馏进行由废液分离成液相和气相。此后，废液原料可以向下流动至汽提段中的蒸馏塔的底部并且流入再沸器中。可以将在蒸馏塔的顶部汽化的废液混合物排放然后通过压缩机流入精馏段中。
此外，汽提段可以包括由复数个塔板组成的蒸馏塔。此外，可以将废液作为原料以恒定流量供给至汽提段的蒸馏塔。
当在将原料废液1供给至汽提段之后进行分馏时，水和一些基于酰胺的化合物移动至汽提段的上部，以及一些水和基于酰胺的化合物可以移动至汽提段的下部。移动至汽提段的下面塔板的液相混合物可以移动至汽提段中的蒸馏塔的底部，然后流入再沸器10中。特别地，在汽提段中，经由从热交换器和再沸器传递的热进行蒸馏。根据该过程，可以使基于酰胺的化合物和水性介质分离，通过再沸器并流出至外部。
第三步骤为这样的步骤：通过压缩机使在汽提段的上部处分离的经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物增压并将其传递至精馏段。在该步骤中，压力增加至等于引入的压力的两倍至三倍的压力，然后移动至精馏段。
此外，第四步骤为这样的步骤：使用热交换器将精馏段的热传递至汽提段，从而降低精馏段中的冷凝器的能量，降低汽提段中的再沸器的能量，以及继续进行蒸馏过程。这使得可以通过使从热交换器返回的流体在精馏段中再循环的作用降低冷凝器的负荷，以及通过使液体返回至气体进入汽提段来降低再沸器的负荷。
第五步骤为这样的步骤：在精馏段中使经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物再循环，使经汽化的水流出至精馏段的上部，以及使通过再循环液化的酰胺化合物流出至精馏段的下部然后再循环至汽提段。
在汽提段中对废液进行蒸馏之后，使废液中包含的水和基于酰胺的化合物的混合物汽化，并因此，将这些经汽化的水和基于酰胺的化合物经由压缩机传输至精馏段。此后，在精馏段中通过蒸馏进行再循环。可以使经汽化的水和基于酰胺的化合物的气相混合物中的蒸气流出至精馏段的上部然后经由冷凝器被回收。
在这种情况下，冷凝器的循环比可以为约0.05摩尔至0.1摩尔。
此外，可以使一些经汽化的基于酰胺的化合物液化并将其排放至精馏段的下部。可以使以该方式排放的液相的基于酰胺的化合物再循环至汽提段。
具体地，在第三步骤的汽提段中，再循环可以在精馏段的下面流动，未再循环的经汽化的水可以在经由冷凝器被冷凝之后被分离并收集在其中保持恒定液位的另一储水罐中。
此外，在第四步骤中，使汽提段和精馏段的蒸馏过程中产生的热循环。该过程使气体从精馏段进入热交换器并且使自汽提段进入的液体汽化，并且在传递能量之后返回的液体可以用于增加再循环。
根据一个优选的实施方案，流入精馏段中的蒸气可以经由管线移动至连接在汽提段之间的热交换器。在热交换器中，自汽提段经由管线流入的液相移动。因此，精馏段的蒸气和汽提段的液相流通过热交换器相遇，使得可以进行热传递。
在汽提段与精馏段之间，连接有一个或更多个用于使汽提段和精馏段的热能循环的热交换器，并且可以进行热传递。
特别地，通过重复这样的过程一次或更多次，本发明可以节省再沸器的能量。
同时，第六步骤为使从汽提段流出的包含基于酰胺的化合物的液相混合物流出至汽提段的下部的步骤。
由此，可以从废液中回收99％或更多的基于酰胺的化合物，并且还可以降低能量消耗。
同时，图1为示例性地示出根据本发明的一个实施方案的用于从聚芳硫醚聚合过程中产生的废液中回收基于酰胺的化合物的过程和设备的示意图。
参照图1，通过进料管线1将供给的废液引入到汽提段2中并进行蒸馏。与在一般的蒸馏塔中一样，从再沸器10供给热，以及经汽化的水和酰胺化合物通过管线3在压缩机4中增压，并通过管线5至精馏部6。
此时，通过压缩机4的蒸气的压力增加并且同时温度升高。进行经升高的温度那么多的传热。管线5是指用于将通过压缩机的汽提段的塔顶流传递至精馏段的管线。
此外，进入精馏段6的蒸气经由管线9在热交换器8中与自汽提段2经由管线7进入的液体相遇以传热，并且再沸器10的能量可以被节省经传递的热那么多。
此时，应将热交换器8的数量和所连接的塔板的位置设计成使得传热量和分离效率被最优化。
优选地，热交换器的数量可以通过优化传热面积、热交换流量和热交换流量与塔内流量的比率来选择为一个至三个。此外，基于精馏段的蒸馏塔的塔顶，热交换器可以位于形成汽提段的蒸馏塔的第2塔板与第7塔板之间或第2塔板与第6塔板之间。例如，可以将一个或更多个或者一个至三个热交换器以预定间隔安装成使得位于汽提段的第3理论塔板、第4理论塔板、第5理论塔板与精馏段的第3理论塔板、第4理论塔板、第5理论塔板之间。
如果热交换器的位置没有安装在上述位置中，则不能实现传热量的优化，并且存在能量节省效率降低的问题。
使在精馏段6中分离的水13经由冷凝器12排放，并使基于酰胺的化合物经由阀14与进料1组合并再循环。甚至在汽提段2中，蒸馏也通过从再沸器10和热交换器8传递的热进行，并且使基于酰胺的化合物(优选地，NMP)11流出至汽提段的下部。
此外，为了使如上所述的塔顶部区域和塔底部区域中的基于酰胺的化合物从上述包含水和基于酰胺的化合物的废液中流出，可以控制汽提段和精馏段的蒸馏塔内的温度和压力条件。
此外，从如上所述的包含水和基于酰胺的化合物的废液中，为了使塔顶部区域和塔底部区域中的基于酰胺的化合物流出，可以控制汽提段和精馏段的蒸馏塔内的温度和压力条件。
可以将汽提段中的蒸馏塔的顶部区域的温度调节为约90℃至110℃、或约95℃至约105℃、或99℃至101℃。此外，可以将汽提段中的蒸馏塔的底部区域的温度调节为约170℃至190℃、或约175℃至约185℃、或181℃至183℃。
可以将精馏段的蒸馏塔的顶部区域的温度调节为约125℃至145℃、或约130℃至约140℃、或133℃至135℃。此外，可以将精馏段中的蒸馏塔的底部区域的温度调节为约125℃至145℃、或约130℃至约140℃、或134℃至135℃。
汽提段和精馏段的蒸馏塔可以设置有温度调节装置以便满足所述温度范围。将汽提段和精馏段的塔顶部和底部区域的温度调节为上述条件，由此可以从包含水和基于酰胺的化合物的废液中有效地回收基于酰胺的化合物而没有能量消耗。
此外，每个蒸馏过程可以在大气压条件下进行。
同时，根据本发明的另一个实施方案，提供了可以用于如上所述的方法的用于回收基于酰胺的化合物的设备。
用于回收基于酰胺的化合物的设备可以包括：汽提段的蒸馏塔，其用于蒸馏聚芳硫醚的生产过程中产生的废液；精馏段，其用于蒸馏通过汽提段汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物；以及位于汽提段与精馏段之间的一个或更多个热交换器。
可以用于回收基于酰胺的化合物的方法中的汽提段和精馏段的蒸馏塔的具体类型没有特别限制。
例如，汽提段和精馏段使用一般结构的蒸馏塔。考虑到纯化效率，也可以设计成精馏段和汽提段的塔板数不同并使用。
根据一个优选的实施方案，所述方法可以使用包括再沸器的汽提段、包括冷凝器的精馏段、和压缩机来进行。
此外，汽提段和精馏段的蒸馏塔的塔板数和内径没有特别限制，并且例如，其可以考虑要纯化的废液的组成基于从蒸馏曲线导出的理论塔板数来设定。
在本发明的一个实施方案中，汽提段可以以蒸馏塔的理论塔板数为5至10或7至9的方式进行蒸馏过程。此外，精馏段可以使得蒸馏塔的理论塔板数为6至10或6至8来进行蒸馏过程。此处，“理论塔板数”意指蒸馏塔中的两相例如气相和液相彼此平衡的虚拟区域或塔板的数量。
汽提段的蒸馏塔包括引入包含水和基于酰胺的化合物的废液的供给口。此外，供给口可以连接至容纳废液的废液罐使得废液流入其中。
引入废液的供给口可以基于汽提段的蒸馏塔的顶部位于计算的理论塔板数的50％以内或10％至30％。
此外，精馏段6的蒸馏塔可以设置有进料口，通过所述进料口引入通过汽提段的包含经汽化的水和酰胺化合物的气相混合物。供给口可以基于蒸馏段中的蒸馏塔的顶部位于计算的理论塔板数的50％以内或10％至30％。
此外，可以通过压缩机4将气相混合物引入到精馏段中。
在汽提段中，可以将压缩机连接并安装至上部，以及将再沸器连接并安装至下部。
此外，精馏段可以设置有用于使上部的气相水冷凝的冷凝器，并且下部可以连接并安装至用于将通过精馏段中的蒸馏产生为液相的基于酰胺的化合物传递至汽提段的管线。
同时，用于回收基于酰胺的化合物的设备还可以包括压缩机、冷凝器、再沸器等。
“压缩机”为独立于蒸馏塔安装的装置，并且可以使用本领域中公知的用于压缩气相混合物的任何装置。例如，如上所述，其可以意指用于对汽提段中分离的包含经汽化的水和基于酰胺的化合物的气相混合物进行增压和压缩的装置。“冷凝器”为独立于蒸馏塔安装的装置，并且其可以意指用于以与从外部引入的冷却水接触的方式使流出主体的材料冷却的装置。例如，在图1中示出的用于回收基于酰胺的化合物的设备中，冷凝器12可以为用于使流出精馏段的塔顶区域的塔顶流冷凝的装置。此外，“再沸器”为安装在外部的被连接成循环至汽提段2的底部的加热装置，并且其可以意指用于再次对高沸点流进行加热并使其蒸发的装置。换言之，再沸器用于产生蒸气并使其返回至塔底部。例如，在如图1所示的用于回收基于酰胺的化合物的设备中，再沸器10可以为用于对流出汽提段2的蒸馏塔的底部区域的底部流进行加热的装置。
同时，本发明将基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮从聚芳硫醚(PAS)的生产过程产生的包含各种无机盐和杂质的废液中有效地分离。由此，废液还可能包含选自以下的一者或更多者：碱金属氢硫化物、碱金属硫化物、碱金属卤化物、二卤代芳族化合物、和聚芳硫醚连同水和基于酰胺的化合物。具体地，混合液体还可以包含选自以下的一者或更多者：氯化钠(NaCl)、邻二氯苯(o-DCB)、间二氯苯(m-DCB)、对二氯苯(p-DCB)、硫氢化钠(NaSH)、硫化钠(Na2S)、和聚苯硫醚(PPS)连同水和酰胺化合物。
作为一个实例，如上所述，聚芳硫醚(PAS)的生产过程中洗涤之后的废液的组成可以为约20重量％至约70重量％、或约30重量％至约60重量％的酰胺化合物例如NMP。包含氯化钠(NaCl)的盐水的组成可以包含约30重量％至约80重量％、或约40重量％至约70重量％。此外，相对于溶液介质的总重量，废液还可以包含约10重量％以内、或约5重量％以内的其它杂质，其包括p-DCB、NaSH、Na2S和分散的PPS细颗粒的。其它杂质包括2-吡咯烷酮、1-甲基-2,5-吡咯烷酮和3-氯-N-甲基苯胺等，其可以为它们中的一者或更多者。
此处，基于酰胺的化合物的具体实例包括酰胺化合物，例如N,N-二甲基甲酰胺或N,N-二甲基乙酰胺；吡咯烷酮化合物，例如N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)或N-环己基-2-吡咯烷酮；己内酰胺化合物，例如N-甲基-ε-己内酰胺；咪唑啉酮化合物，例如1,3-二烷基-2-咪唑啉酮；脲化合物，例如四甲脲；或磷酸酰胺化合物，例如六甲基磷酸三酰胺；等等，可以使用其中的一者或更多者。
对于聚芳硫醚的具体生产方法以及酰胺化合物的具体分离和回收方法，请参照下述实施例。然而，聚芳硫醚的具体生产方法以及酰胺化合物的具体分离和回收方法不限于本文描述的内容。该生产方法以及该分离和回收方法还可以采用本发明所属领域中通常采用的步骤。该生产方法以及该分离和回收方法的步骤可以由常规可改变的步骤来改变。
有益效果
如上所述，根据本发明，在汽提段与精馏段之间的预定位置处安装有一个或更多个热交换器，并由此，可以改善从聚芳硫醚的生产过程中产生的废液中的基于酰胺的化合物例如N-甲基-2-吡咯烷酮的分离效率和性能，并且可以回收高纯度的基于酰胺的化合物。
特别地，本发明允许精馏段的能量循环至汽提段的每个塔板，由此能够对精馏段和汽提段进行热集成。因此，可以通过精馏段中产生的气体与汽提段中的液体的传热降低用于回收基于酰胺的化合物例如NMP所需的消耗能量。此外，所述方法并不是对每个蒸馏塔的全部塔板进行热集成，而是仅对选定的塔板进行热集成，从而简化设计过程。因此，本发明可以使整个过程的消耗能量最小化并且降低初始设备的成本。
附图说明
图1为示例性示出根据本发明的一个实施方案的用于从聚芳硫醚聚合过程中产生的废液中回收基于酰胺的化合物的过程和设备的示意图。
图2为示例性示出根据比较例1的使用常规蒸馏过程回收基于酰胺的化合物的过程的示意图。
图3为示例性示出根据比较例2的使用常规萃取过程回收基于酰胺的化合物的过程的示意图。
具体实施方式
在下文中，提供优选实施例以辅助理解本发明。然而，以下实施例仅为了举例说明目的而提出，并且本发明的范围不限于此。
＜聚苯硫醚的生产＞
制备例1
为了制造PPS聚合物，将70％硫氢化钠(NaSH)与氢氧化钠(NaOH)以1:1.05的比率混合以制备硫化钠。此时，向反应器中添加0.33当量的乙酸钠(CH3COONa)粉末、1.65当量的N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)和4.72当量的去离子水(DI水)。在此，当量意指摩尔当量(eq/mol)。此时，首先添加固体试剂，然后依次添加NMP和DI水。然后将反应器以约150rpm搅拌并加热至约215℃以进行脱水。然后，向反应器中添加为硫氢化钠1.04倍当量的对二氯苯(p-DCB)和1.65当量的N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)。此后，使反应混合物在230℃下经受第一阶段聚合3小时，并在260℃下经受第二阶段聚合反应1小时，然后添加并搅拌以获得PPS聚合物。
在聚合过程完成之后，为了除去剩余的未反应材料或副产物，将反应产物在约90℃下用DI水和NMP冲洗一次，然后过滤。将这样的洗涤和过滤过程进一步重复两次，并回收作为最终产物的线性聚苯硫醚(PPS)和作为洗涤之后的废液的包含NMP的水性介质。
此时，洗涤之后的废液包含盐水(NaCl水溶液)，其为包含NMP的水性介质。在此，NMP组成为5重量％至40重量％，包含NaCl的水的组成为1重量％至15重量％，以及包含的水为20重量％至95重量％。此外，基于溶剂NMP和盐水的总重量，废液包含约10重量％的其它杂质(其包括细颗粒)，例如p-DCB、NaSH、Na2S、PPS细粉末和2-吡咯烷酮。
＜N-甲基-2-吡咯烷酮的分离和回收＞
实施例1
使从制备例1的PPS聚合之后的洗涤步骤获得的废液经受预处理过程例如过滤以除去细粉末例如NaCl和PPS。此外，将具有包含20重量％的NMP和80重量％的水的组成的混合液引入如图1所示的热集成蒸馏塔中以进行将N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)分离、纯化和回收的过程。
此时，使汽提段在大气压条件下在其中理论塔板数为8个塔板的蒸馏塔的蒸馏区域中经受蒸馏过程。将汽提段中的蒸馏塔的顶部区域的操作温度调节为约101℃，并将塔底部区域的操作温度调节为约183℃。
此外，使精馏段在3个大气压的压力(其为压缩机4的排放压力)条件下在其中理论塔板数为7个塔板的蒸馏塔的蒸馏区域中经受蒸馏过程。将精馏段中的蒸馏塔的顶部区域的操作温度调节为约134℃，并将塔底部区域的操作温度调节为约134.5℃。将蒸馏塔的顶部区域的循环比设定为约0.05摩尔。
将三个热交换器以预定间隔安装成使得位于在汽提段的第3理论塔板、第4理论塔板和第5理论塔板与精馏段的第3理论塔板、第4理论塔板和第5理论塔板之间。
通过以上过程，确定基于全部组分，从废液回收的NMP为99.9重量％(99.9％)或更纯的NMP。
实施例1的每个流条件汇总在下表1中。
[表1]
流条件 1 3 5 11 13 14
NMP(％) 20 0.7834 0.7834 99.2861 >0.001 3.8588
水(％) 80 99.2166 99.2166 0.7139 99.999 96.1412
总流量(kg/小时) 700 701.305 701.305 141 559 142.305
温度(℃) 25 100.907 256.436 182.575 134.045 134.273
压力(巴) 1.01325 1.01325 3.03975 1.013 3.04 3.039
比较例1
使从制备例1的PPS聚合之后的洗涤过程获得的废液经受预处理例如过滤以除去细粉末例如NaCl和PPS，并且使用如图2所示的常规蒸馏塔使具有包含20重量％的NMP和20重量％的水的组成的混合液经受N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)的分离和回收过程。
首先，在没有单独的萃取溶剂的情况下使包含水和NMP的混合液(图2的混合液输入流15)以700kg/小时的流量流入位于其理论塔板数为15个塔板的常规蒸馏塔的第8个塔板处的混合液体供给口，并进行分离过程。此时，在塔顶部温度为100.02℃以及塔底部温度为176.38℃的条件下进行蒸馏过程。
确定基于塔顶部流中包含的全部组分，塔顶部流(在图2中，经由冷凝器18的塔顶流16)中的NMP的含量为1重量％或更小，以及基于塔底部流中包含的全部组分，塔底部流(在图2中，在再沸器19之后的流17)中的NMP的含量为98重量％或更大。
比较例1的每个流条件汇总在下表2中。
[表2]
流条件 15 16 17
NMP(％) 20 >1 99
水(％) 80 99 >1
总流量(kg/小时) 700 558.6 141.4
温度(℃) 25 100 176.4
比较例2
使从制备例1的PPS聚合之后的洗涤过程获得的废液经受预处理例如过滤以除去细粉末例如NaCl和PPS，并且如图3所示通过添加萃取溶剂使具有包含20重量％的NMP和80重量％的水的组成的混合液经受萃取过程，然后使用单独的蒸馏装置进行N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)的分离纯化和回收过程。
首先，将包含水和NMP的混合液(图3的混合液输入流20)和作为萃取溶剂的氯仿(图3的萃取溶剂输入流21)一起添加至萃取塔中，并且在约25℃下在大气压条件下进行萃取过程。此时，基于100重量份的混合液的总重量，萃取溶剂以185重量份的量添加。通过这样的萃取过程完成液/液分离，并且使流出至萃取塔的顶部的包含NMP、水和萃取溶剂的萃取液(图3的流23)以1439kg/小时的总流量流入位于理论塔板数为15个塔板的现有蒸馏塔的第8塔板处的萃取液供给口，并进行另外的蒸馏过程。此时，在约203℃下在大气压下进行蒸馏过程。
同时，在萃取过程中，将包含99重量％或更多的水的流出物(图3的流22)排放至塔底部。将引入蒸馏塔中的NMP、萃取溶剂和水在蒸馏塔中分离，并且将至少99％的萃取溶剂排放到蒸馏塔的顶部流中(在图3中，经由冷凝器26的塔顶部流24)并且再循环至萃取步骤。将纯的NMP以99％的浓度排放至蒸馏塔下方的流(在图3中，通过再沸器27的塔底部流25)中。
比较例2的每个流条件汇总在下表3中。
[表3]
Figure BDA0002583204060000151
实验例
在根据实施例和比较例的甲基-2-吡咯烷酮(NMP)的分离、纯化和回收的过程中，通过以下方法评估能量消耗和最终产物的纯度，并且测量结果示于下表4中。
1)总能量消耗(kW)
基于当量原料输入量和最终回收的产物的纯度，以小时为单位测量实施例和比较例的纯化过程中使用的能量的总量。
2)最终回收的产物的纯度(％)
基于当量原料输入量确定最终回收的产物中的NMP和水的纯度(％)。
[表4]
Figure BDA0002583204060000152
**进行另外的蒸馏以除去NMP中剩余的萃取溶剂
如表4所示，与比较例1和2相比，关于使用的能量的总量，根据本发明的实施例1能够有效地降低NMP回收所需的能量消耗。
另一方面，由于比较例1为使用蒸馏过程的用于回收大部分聚苯硫醚聚合之后的废液中的NMP的方法，因此存在能量消耗高、设备成本和操作成本高的缺点。
此外，与实施例1相比，在比较例2的情况下，为了引入萃取过程需要另外的萃取塔和蒸馏塔。此外，所述方法不常用于NMP回收过程，原因是剩余的萃取溶剂等。
[附图标记说明]
1：废液输入流
2：汽提段
3：汽提段与压缩机的传递管线
4：压缩机
5：用于将经由压缩机的来自汽提段的塔顶部流传递至精馏段的管线
6：精馏段
7：汽提段与热交换器的传递管线
8：热交换器
9：精馏段与热交换器的传递管线
10：再沸器
11：通过再沸器的NMP
12：冷凝器
13：通过冷凝器的水
14：阀
15：蒸馏塔的混合液输入流
16：蒸馏塔的塔顶流
17：蒸馏塔的底部流
18：蒸馏塔的冷凝器
19：蒸馏塔的再沸器
20：萃取塔的混合液输入流
21：萃取塔的萃取溶剂输入流
22：萃取塔的底部流
23：蒸馏塔的萃取输入流
24：蒸馏塔的塔顶流
25：蒸馏塔的底部流
26：蒸馏塔的冷凝器
27：蒸馏塔的再沸器

Claims (13)

1.一种用于回收基于酰胺的化合物的方法，包括：
第一步骤，将聚芳硫醚的生产过程中产生的包含水和基于酰胺的化合物的废液收集到储罐中；
第二步骤，由汽提段蒸馏所述废液，在所述汽提段的上部处分离汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物，以及在所述汽提段的下部处分离未汽化的包含基于酰胺的化合物的液相混合物；
第三步骤，通过将从所述汽提段的上部分离的经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物传递至精馏段来进行蒸馏；
第四步骤，使用热交换器使在所述汽提段和所述精馏段的蒸馏过程中产生的热进行循环；
第五步骤，在所述精馏段中使所述经汽化的包含水和基于酰胺的化合物的气相混合物再循环，使经汽化的水流出至所述精馏段的上部，以及使通过再循环液化的所述基于酰胺的化合物流出至所述精馏段的下部以及然后再循环至所述汽提段；以及
第六步骤，使从所述汽提段流出的所述包含基于酰胺的化合物的液相混合物流出至所述汽提段的所述下部。
2.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中
在所述汽提段与所述精馏段之间连接并安装一个或更多个热交换器。
3.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述热交换器包括一个至三个。
4.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中基于所述精馏段的蒸馏塔的塔顶，所述热交换器位于所述汽提段中的蒸馏塔的第2塔板与第7塔板之间。
5.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中将所述第二步骤至所述第六步骤连续且重复进行至少一次。
6.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中在所述汽提段中，将压缩机连接并安装至所述上部以及将再沸器连接并安装至所述下部。
7.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述汽提段通过设定使得理论塔板数为5至10来进行蒸馏过程。
8.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中将所述汽提段中的蒸馏塔的塔顶区域的温度调节为90℃至110℃，以及将所述汽提段中的蒸馏塔的底部区域的温度调节为170℃至190℃。
9.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中将所述精馏段的蒸馏塔的顶部区域的温度调节为125℃至145℃，以及将所述精馏段中的蒸馏塔的底部区域的温度调节为125℃至145℃。
10.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述精馏段通过设定使得理论塔板数为6至10来进行蒸馏过程。
11.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述基于酰胺的化合物为选自以下的一者或更多者：N,N-二甲基甲酰胺、N,N-二甲基乙酰胺、N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、N-环己基-2-吡咯烷酮、N-甲基-ε-己内酰胺、1,3-二烷基-2-咪唑啉酮和四甲脲。
12.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述第一步骤的所述废液为使用过滤装置通过预处理过程从所述聚芳硫醚的生产过程中的反应混合物中除去无机盐和聚芳硫醚的细粉末的液体。
13.根据权利要求1所述的用于回收基于酰胺的化合物的方法，其中所述废液还包含碱金属卤化物、二卤代芳族化合物、碱金属硫化物和聚芳硫醚。
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