CN112142618B - 一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统及方法。所述系统包括：精制塔、脱杂质塔、原料预热器和进料预热器；精制塔设置有中沸器、精制塔再沸器、压缩机、精制塔冷凝器、精制塔回流罐和回流泵；脱杂质塔设置有脱杂质塔再沸器、脱杂质塔冷凝器和脱杂质塔回流罐。本发明方法节能、无二次污染、可去除DMF分解杂质二甲胺，适合于膜生产中低浓度DMF废水回收和回用。本发明可降低膜生产工艺中90wt％的DMF废水排放量，回收的水中二甲胺含量低于20ppm。DMF回收率大于99wt％，回收的DMF纯度≥99.5wt％，满足我国国标DMF工业溶剂的要求，设备投资较少，同时满足节能需求。

Description

一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统及方法

技术领域

本发明涉及废水回收处理技术领域，具体是涉及一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统及方法。

背景技术

在膜生产中一种较为先进的生产工艺是DMF作为溶剂的湿法工艺，生产过程中DMF用量很大，后期产生大量低浓度含DMF的废水。DMF市场价格较高，具有毒性，需进行环保处理。为了满足企业的经济和社会效益，需要开发高效的低浓度DMF废水回收和废水回用工艺，回收废水中的DMF，去除回收过程中产生的杂质，使废水满足回用要求，同时实现工业废水的循环使用和DMF的回收利用。这对于企业保护社会环境，同时提高经济效益具有重要意义。

N,N-二甲基甲酰胺(DMF)是一种无色透明的液体，低毒性，沸点153.0℃，可与水以及大部分有机溶剂混溶，是重要的工业有机溶剂和合成材料，在农药合成、聚丙烯腈纤维纺丝、聚酰胺合成以及膜组件生产中应用广泛。目前工业中普遍使用的DMF回收方法为蒸馏法、萃取法和吸附法。萃取法回收废水中的DMF能耗较低，但是回收过程中需要消耗部分萃取剂，此外，大量萃取剂的使用容易对萃取液造成二次污染，对于水的循环回用造成影响。吸附法主要以活性炭、离子交换树脂作为吸附介质对废水中的DMF进行分离回收，回收的浓度有一定的限制，主要对废气或DMF含量很低的废水进行处理。蒸馏法通过蒸馏水分离DMF和水，能耗较大，适合于浓度大于30wt％的高浓度DMF废水回收；对于低浓度DMF废水的回收，主要使用减压蒸馏装置，但目前工艺中塔设备的投资较高，且能量利用不充分，整体能耗偏高，同时缺少除杂设备，不适合于纳滤膜生产工艺中DMF废水的回收和回用。DMF存在高温分解情况，产生微量的甲酸和二甲胺，二甲胺回用后会影响膜生产的性能，需要将废水中的二甲胺含量降至20ppm以下。

专利申请号：200510086784.5提出了一种废水中二甲基甲酰胺的回收方法，包括萃取和精馏两个工序，首先采用有机溶剂萃取水溶液中的二甲基甲酰胺，将DMF转移至有机溶剂中，再通过精馏的方法分离有机溶剂与DMF。工艺中采用有机碱对DMF分解的酸性产物进行中和。该发明能耗较少，DMF的回收率与纯度较高。但是萃取剂会对水相产生二次污染，回收的水不能在膜生产工艺中进行回用，不适合于纳滤膜的生产应用。

目前实施的无二次污染的工业DMF废水回收技术由于缺少除杂设备，水中DMF分解产物二甲胺含量较高，同时采用多塔分离，设备投资和能耗较高，不适合于纳滤膜生产中DMF废水的回收和回用。目前，纳滤膜生产装置DMF废水直接按工业污水处理，不进行回收和回用。

发明内容

为解决现有技术中出现的问题，本发明提供了一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统及方法。本发明方法节能、无二次污染、可去除DMF分解杂质二甲胺，适合于膜生产中低浓度DMF废水回收和回用。本发明可降低90wt％的DMF废水排放量，回收的水中二甲胺含量低于20ppm，满足回用要求。DMF回收率大于99wt％，回收的DMF纯度≥99.5wt％，满足工业溶剂使用要求，设备投资较少，同时达到节能需求。

本发明的目的之一是提供一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统。

包括：

精制塔、脱杂质塔、原料预热器和进料预热器；精制塔设置有中沸器、精制塔再沸器、压缩机、精制塔冷凝器、精制塔回流罐和回流泵；脱杂质塔设置有脱杂质塔再沸器、脱杂质塔冷凝器和脱杂质塔回流罐；

原料进口管线经原料预热器后连接精制塔，精制塔釜出口管线连接精制塔再沸器后返回精制塔底部，精制塔顶出口管线依次连接压缩机、中沸器、原料预热器、精制塔冷凝器后连接精制塔回流罐；

精制塔回流罐底部出口管线连接回流泵后分成两路，一路连接精制塔上部；一路连接进料预热器后连接脱杂质塔上部；

脱杂质塔釜出口管线连接脱杂质塔再沸器后返回脱杂质塔底部，脱杂质塔塔顶出口管线连接脱杂质塔冷凝器，冷凝器出口连接脱杂质塔回流罐；脱杂质塔回流罐出口管线分成两路，一路返回脱杂质塔，一路采出。

其中，优选：

DMF产品采出线设置在精制塔塔釜或侧线；如果设置在侧线，则更优选设置在精制塔侧线塔板12～39处；

产品水采出管线设置在脱杂质塔塔釜或侧线；如果设置在侧线，则更优选设置在脱杂质塔侧线塔板5～24处。

本发明的目的之二是提供一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法。

包括：

(1)废水经预热后通入精制塔；

(2)精馏分离后，精制塔塔釜或侧线采出高纯DMF，得到DMF产品；

(3)精制塔塔顶得到水蒸汽，水蒸汽经压缩机增压后升温，进入中沸器，再经过原料预热器与精馏塔冷凝器换热后进入精制塔回流罐，之后经过回流泵，一部分回流至精制塔，一部分送往脱杂质塔进料预热器；

(4)物料预热后，进入脱杂质塔，脱杂质塔精馏分离后，塔顶得到水蒸汽，水蒸汽通过脱杂质塔冷凝器换热后进入回流罐；

(5)脱杂质塔回流罐内物料一部分回流至脱杂质塔，一部分采出；

(6)脱杂质塔塔釜或侧线采出产品水。

其中，优选：

废水中DMF含量为10％～35％，废水预热后的温度为60～90℃。

精馏塔的理论板数为15～40，进料位置为7～25，操作压力为0.01～0.06MPaA，回流比为0.05～2.0，塔顶温度为40～100℃，塔釜温度为90～135℃；

物料进入精馏塔冷凝器冷凝后，温度为30～80℃；

压缩机出口温度100～180℃。

脱杂质塔进料预热器出口温度40～90℃。

脱杂质塔的理论板数为6～25，进料位置为2～15，操作压力为0.01～0.1MPaA，回流比为1～40，塔顶温度为50～105℃，塔釜温度为50～110℃

本发明采用减压精馏法，采用单个精馏塔从塔釜或侧线采出DMF，控制塔温低于135℃，该条件下DMF极微量分解，可得到高回收率和纯度的DMF。精馏塔塔顶采出的水蒸气经压缩机增加后转化为高温热源加热精馏塔中沸器，将低温热源转化为高温热源，节省大量塔釜低压蒸汽能耗。两个精馏塔塔顶蒸汽分别作为直接热源和间接热源预热DMF废水的进料原料，进一步回收热量，节约能耗。DMF精馏塔塔顶回流罐采出的水脱除二甲胺后才进行回用，回收的水对后续膜生产工艺无影响，满足膜生产中废水的回用要求。

本发明具体可采用以下技术方案：

本发明的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法包括以下步骤：

(1)一种膜生产过程中产生的废水经过原料预热器1用蒸汽预热，预热后的温度为60～90℃，之后送入精制塔2；

(2)精制塔2采用的操作压力为0.01～0.06MPaA，塔釜温度为90～135℃，塔顶温度为40～100℃，回流比为0.05～2.0。精制塔2设有精制塔再沸器3、中沸器4、精制塔冷凝器5、精制塔回流罐6和压缩机7；

(3)废水从塔板位置7～25进入精制塔2，精馏分离后，塔釜或侧线位置12～39采出高纯DMF，得到DMF产品；

(4)精制塔2塔顶得到水蒸汽，水蒸汽经压缩机7增加升温至100～180℃后，进入精制塔中沸器4换热，再经过原料预热器1换热，之后进入精制塔冷凝器5换热，冷凝后温度30～80℃，进入精制塔回流罐6，之后经过回流泵8，一部分回流至精制塔2，一部分通过出料口采出送往脱杂质塔进料预热器9；

(5)物料从脱杂质塔进料预热器9换热后，温度升至40～90℃；

(6)脱杂质塔10理论板数为6-25，采用的操作压力为0.01～0.1MPaA，塔釜温度为50～110℃，塔顶温度为50～105℃，回流比为1～40。脱杂质塔9设有脱杂质塔冷凝器11、脱杂质塔回流罐12和脱杂质塔再沸器13；

(7)精馏分离后，脱杂质塔10塔釜或侧线采出产品水，如通过侧线采出，采出位置为5～24，之后回用至膜生产装置中。

本发明具有以下特点：

(1)本发明采用减压操作，温度控制在135℃以下，DMF极微量水解，回收的DMF和水纯度更高；

(2)工艺中采用热泵技术，通过压缩机将DMF精制塔的塔顶蒸汽升温，作为DMF精制塔中沸器热源，回收热量，节省大量塔釜低压蒸汽能耗。

(2)工艺采用了两个物料预热器，DMF减压蒸馏塔的塔顶蒸汽和脱杂质塔塔顶蒸汽作为加热热源，节约能耗；

(3)回收的产品水可直接回用于膜生产装置中，大大降低废水的排放量，同时节约新鲜水的消耗；

(4)采用本发明的方法，废水回收率达到90wt％及以上，回用的水中二甲胺含量低于20ppm。DMF回收率可达到99wt％以上，回收的DMF的纯度达到99.5wt％以上；

(5)本发明填补了纳滤膜生产过程中DMF废水不能循环利用的工艺技术空白，本发明方法可有效回收膜生产过程中的低浓度DMF废水，大幅减少废水的排放，同时回收高纯度的DMF。整个工艺稳定节能，设备投资少，操作方便，有利于企业降低成本、提高经济效益，同时满足环保要求。

附图说明

图1为本发明的低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统示意图。

附图标记说明：

1.原料预热器；2.精制塔；3.精制塔再沸器；4.中沸器；5.精制塔冷凝器；6.精制塔回流罐；7.压缩机；8.回流泵；9.进料预热器；10.脱杂质塔；11.脱杂质塔冷凝器；12.脱杂质塔回流罐；13.脱杂质塔再沸器。

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例

一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统，如图1所示，

包括：

精制塔2、脱杂质塔10、原料预热器1和进料预热器9；精制塔2设置有中沸器4、精制塔再沸器3、压缩机7、精制塔冷凝器5、精制塔回流罐6和回流泵8；脱杂质塔10设置有脱杂质塔再沸器13、脱杂质塔冷凝器11和脱杂质塔回流罐12；

原料进口管线经原料预热器1后连接精制塔2，精制塔2塔釜出口管线分成两路，一路连接精制塔再沸器3后返回精制塔2底部，另一部分抽出DMF产品(DMF产品采出线设置在精制塔塔釜)；精制塔2顶出口管线依次连接压缩机7、中沸器4、原料预热器1、精制塔冷凝器5后连接精制塔回流罐6；

精制塔回流罐6底部出口管线连接回流泵8后分成两路，一路连接精制塔2上部；一路连接进料预热器9后连接脱杂质塔10上部；

脱杂质塔10塔釜出口管线分成两路，一路连接脱杂质塔再沸器13后返回脱杂质塔10底部，另一部分采出产品水(脱杂质塔塔釜设置水采出管线)；脱杂质塔10塔顶出口管线连接脱杂质塔冷凝器11，冷凝器出口连接脱杂质塔回流罐12；脱杂质塔回流罐12出口管线分成两路，一路返回脱杂质塔10，一路采出。

方法包括：

一种膜生产过程中的废水中DMF含量为20wt％，经过原料预热器1用蒸汽预热后的温度为81℃，之后送入精制塔2；精制塔2理论板数19，进料位置为第10块，操作压力为0.04MPaA，塔釜温度为129℃，塔顶温度为76℃，回流比为0.5。精制塔2设有精制塔再沸器3、精制塔中沸器4、精制塔冷凝器5和回流罐6；精馏分离后，塔釜采出99.5wt％的DMF产品；精制塔2塔顶得到水蒸汽，水蒸汽经压缩机7升压至0.08MPaA、145℃后，进入中沸器换热，之后进入原料预热器1换热，再进入精制塔冷凝器5换热，冷凝后温度55℃，进入回流罐6，之后经过回流泵8，一部分回流至精制塔2，一部分通过出料口采出送往进料预热器9；

进料预热器9出口温度83℃，脱杂质塔10理论板数为18，进料位置为第2块，采用的操作压力为0.1MPaA，塔釜温度为100℃，塔顶温度为99℃，回流比为5.5。脱杂质塔10设有脱杂质塔再沸器13、脱杂质塔冷凝器11和脱杂质塔回流罐12；精馏分离后，脱杂质塔10塔釜采出产品水，水中二甲胺含量10ppm，回用至膜生产装置中。

本实施例可有效回收膜生产过程中的废水，大幅减少废水的排放，同时回收高纯度的DMF。企业可通过本发明技术大幅降低成本、提高经济效益，同时满足环保要求。

Claims (6)

1.一种低浓度二甲基甲酰胺废水回收系统，其特征在于所述系统由以下设备组成：

精制塔、脱杂质塔、原料预热器和进料预热器；精制塔设置有中沸器、精制塔再沸器、压缩机、精制塔冷凝器、精制塔回流罐和回流泵；脱杂质塔设置有脱杂质塔再沸器、脱杂质塔冷凝器和脱杂质塔回流罐；

原料进口管线经原料预热器后连接精制塔；

精制塔釜出口管线连接精制塔再沸器后返回精制塔底部；精制塔顶出口管线依次连接压缩机、中沸器、原料预热器、精制塔冷凝器后连接精制塔回流罐；

精制塔回流罐底部出口管线连接回流泵后分成两路，一路连接精制塔上部；一路连接进料预热器后连接脱杂质塔上部；

脱杂质塔釜出口管线连接脱杂质塔再沸器后返回脱杂质塔底部，脱杂质塔塔顶出口管线连接脱杂质塔冷凝器，冷凝器出口连接脱杂质塔回流罐；脱杂质塔回流罐出口管线分成两路，一路返回脱杂质塔，一路采出；

DMF产品采出线设置在精制塔塔釜或侧线塔板12～39处；

产品水采出管线设置在脱杂质塔塔釜或侧线塔板5～24处；

所述精制塔的理论板数为15～40，进料位置为7～25，操作压力为0.01～0.06MPaA，回流比为0.05～2.0，塔顶温度为40～100℃，塔釜温度为90～135℃。

2.一种采用如权利要求1之一所述系统的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法，其特征在于所述方法包括：

(1)废水经预热后通入精制塔；

(2)精馏分离后，精制塔塔釜或侧线采出高纯DMF，得到DMF产品；

(3)精制塔塔顶得到水蒸汽，水蒸汽经压缩机增压后升温，进入中沸器，再经过原料预热器与精馏塔冷凝器换热后进入精制塔回流罐，之后经过回流泵，一部分回流至精制塔，一部分送往脱杂质塔进料预热器；

(4)物料预热后，进入脱杂质塔，脱杂质塔精馏分离后，塔顶得到水蒸汽，水蒸汽通过脱杂质塔冷凝器换热后进入回流罐；

(5)脱杂质塔回流罐内物料一部分回流至脱杂质塔，一部分采出；

(6)脱杂质塔塔釜或侧线采出产品水。

3.如权利要求2所述的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法，其特征在于：

废水中DMF含量为10％～35％，废水预热后的温度为60～90℃。

4.如权利要求2所述的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法，其特征在于：

精制塔冷凝器出口温度为30～80℃；

压缩机出口温度100～180℃。

5.如权利要求2所述的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法，其特征在于：

脱杂质塔进料预热器出口温度40～90℃。

6.如权利要求5所述的低浓度二甲基甲酰胺废水回收方法，其特征在于：

脱杂质塔的理论板数为6～25，进料位置为2～15，操作压力为0.01～0.1MPaA，回流比为1～40，塔顶温度为50～105℃，塔釜温度为50～110℃。