CN114315546B - 含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法，包括如下步骤：(1)将废电子溶剂先进行膜分离处理以除去胶体等杂质得到待处理物料；(2)将所述物料进行间歇精馏处理得到二元共沸物与其中一种纯组分；(3)然后以热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种方式对所述共沸物进行连续精馏处理，得到各纯组分；还包括在得到各纯组分之后使其进入吸附系统进行吸附处理的操作过程，最后得到含水率小于等于200PPM的丙二醇甲醚纯溶剂产品以及环戊酮纯溶剂产品；本发明方法能够实现水、环戊酮、丙二醇甲醚三者的完全分离回收，回收率较高，且分离得到的电子溶剂纯度均达到99％以上。

Description

含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法

技术领域

本发明涉及废溶剂回收技术领域，具体涉及含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法。

背景技术

丙二醇甲醚、环戊酮等溶剂因多官能团而具有极强的溶解能力，广泛用于电子行业中。由于电子行业的产品不同，所以要使用多种不同的电子溶剂混合物。虽然使用的电子溶剂主要成分相似，但配比浓度不同，而溶剂的成分与浓度稍微改动后，也会带来分离工艺上的处理难度。

现有技术《连续分离丙二醇甲醚、环戊酮和丙二醇甲醚乙酸酯的方法》、《含环戊酮和丙二醇甲醚醋酸酯回收液的精制工艺及系统》、《含环戊酮和丙二醇甲醚醋酸酯回收液的精制系统》等专利均有报道废溶剂的分离工艺，但是废溶剂中均不含水。废溶剂中存在的水会给处理工艺带来较大的困难，因为水会与各溶剂形成二元共沸物，相较于现有技术中不含水的废溶剂处理工艺，显然含水废溶剂的处理不同于其他专利所适用的对象原料，这无疑增加了复杂程度和难度。

上述现有技术中只能回收利用其中的部分杂质，存在分离不彻底，工艺不完整的现象，如专利《连续分离丙二醇甲醚、环戊酮和丙二醇甲醚乙酸酯的方法》中由于原料中不含水，处理难度相对较小，而后在精馏工艺阶段加入水作为共沸剂，却并没有明确给出新的共沸物处置方案，不能实现全流程、大量回收有机溶剂的目的。其他专利所记载的工艺，仅仅给出了物料的流程方向，并未明确工艺条件及参数，如间歇精馏还是连续精馏，板数和回流比的条件等，所以工艺仅为理论上的可行性，尤其是电子级溶剂纯度要求极高。而废溶剂存在来源广泛，杂质多样等现实问题，导致回收利用工艺需要留有一定的操作空间以防原料不稳定造成产品不能达标的可能。

发明内容

为了解决现有技术中含水的废电子溶剂处理困难实现废电子溶剂的有效分离、回收的技术问题，而提供含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法。本发明方法能够实现水、环戊酮、丙二醇甲醚三者的完全分离回收，回收率较高，且分离得到的电子溶剂纯度均达到99％以上。

为了达到以上目的，本发明通过以下技术方案实现：

含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法，包括如下步骤：

(1)将废电子溶剂先进行膜分离处理以除去胶体等杂质得到待处理物料；

(2)将所述物料进行间歇精馏处理得到一种或多种二元共沸物与其中一种纯组分；

(3)然后以热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种或多种处理方式对所述共沸物进行连续精馏处理，得到各纯组分。

进一步地，所述处理方法还包括在得到各纯组分之后进行吸附处理以除去其中的微量水分的操作过程，最后得到含水率小于等于200PPM的丙二醇甲醚纯溶剂产品以及环戊酮纯溶剂产品。

进一步地，所述处理方法步骤(1)-(3)的具体过程如下：

(1)将废电子溶剂先经过膜分离处理系统去除杂质得到含水、丙二醇甲醚、环戊酮的待处理物料，令组分中水、丙二醇甲醚、环戊酮分别以α、β、γ标记；

(2)使所述物料进入间歇精馏处理系统的第一精馏塔T0101进行间歇精馏处理，控制所述第一精馏塔T0101的塔顶压力为98-105kPa，在第一精馏塔T0101的塔顶依次分离出第一共沸物(即各组分的二元共沸物)以及其中某一组分的纯溶剂D产物，所述第一共沸物包括α和γ的共沸A产物、α和β的共沸B产物、β和γ的共沸C产物中的至少一种；

(3)回流富集后使所述第一共沸物进入到连续精馏处理系统中分别进行所述共沸物的连续精馏处理以提纯；所述连续精馏处理系统依次由特殊精馏分离部和添加试剂或能量的回收部两个分系统组成，使所述第一共沸物先进入所述特殊精馏分离部得到第二共沸物，使所述第二共沸物再进入所述回收部进行提纯，得到另一纯组分。

再进一步地，所述连续精馏处理采用热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种方式进行处理所述第一共沸物。

更进一步地，当所述连续精馏处理采用热耦合变压精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：使所述第一共沸物先进入第二精馏塔T0201中进行连续精馏，第二精馏塔T0201的理论塔板数为20-30块，控制所述第二精馏塔T0201的塔顶压力为5-8kPa、控制回流比为3-5，于与所述第二精馏塔T0201的塔底相连的接收器S1得到其中某一纯组分，于第二精馏塔T0201的塔顶出料得到第二共沸物，所述第二共沸物经过冷凝器E2冷却后于收集罐中收集，然后使所述第二共沸物进入第三精馏塔T0202中再次进行连续精馏处理以提纯，控制第三精馏塔T0202的压力为常压，于与所述第三精馏塔T0202的塔底相连的接收器S2得到另一纯组分，第三精馏塔T0202的塔顶出料第三共沸物，所述第三共沸物先经过与第二精馏塔T0201相连的热耦合换热器E0101经冷却后进入与第三精馏塔T0202的塔顶相连的收集罐中，使收集罐中的所述第三共沸物循环回到所述间歇精馏处理系统中重复操作；

当所述连续精馏处理采用共沸精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：

使所述第一共沸物先进入所述第二精馏塔T0201中进行连续精馏，第二精馏塔T0201的理论塔板数为20-30块，控制所述第二精馏塔T0201的塔顶压力为98-105kPa、控制回流比为4-7，在第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入共沸剂与所述物料中的水组分先进行共沸，所述共沸剂为沸点在60-120℃的溶剂，在与所述第二精馏塔T0201的塔底相连的接收器S1中收集得到除了水组分外的某一组分纯溶剂，所述第二精馏塔T0201的塔顶出料为水组分与所述共沸剂的共沸物，此共沸物经过冷凝器E2冷却后依次进入收集罐后到达层析罐V0206，于所述层析罐V0206中进行分层，下层水相组分直接排出，余留有机相为第一含水共沸剂，使其进入到第三精馏塔T0202再次进行连续精馏处理以提纯回收，第三精馏塔T0202的理论塔板数15-20块，采用常压精馏、回流比控制在2-4，于第三精馏塔T0202的塔底相连的接收器S2中收集得到另一组分纯溶剂，于第三精馏塔T0202的塔顶经过冷凝器E3冷凝后得到第二含水共沸剂，使所述第二含水共沸剂进入所述第二精馏塔T0201中进行重复操作；

当所述连续精馏处理采用萃取精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：

使所述第一共沸物先进入第二精馏塔T0201中进行连续精馏，第二精馏塔T0201的理论塔板数为20-30块，控制所述第二精馏塔T0201的塔顶压力为98-105kPa、控制回流比为4-7，在第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入萃取剂进行萃取，于第二精馏塔T0201的塔顶出料经过冷凝器E2冷却后于收集罐中得到水相纯组分，在与第二精馏塔T0201的塔底相连的接收器S1中得到除水组分外的某一纯组分和萃取剂的混合物，使所述混合物进入到第三精馏塔T0202中进行连续精馏以提纯回收，第三精馏塔T0202的理论塔板数15-20块，采用常压精馏、回流比控制在3-5，于第三精馏塔T0202的塔顶出料经过冷凝器E3冷却后于收集罐中得到所述混合物中的某一纯组分，在与第三精馏塔T0202的塔底相连的接收器S2得到所述混合物中的萃取剂，使所述接收器S2中的萃取剂循环到第二精馏塔T0201中循环使用重复操作。

更进一步地，所述共沸剂为苯、甲苯、二甲苯、乙苯、环己烷中的一种；所述萃取剂为乙二醇、丙三醇中的一种。

进一步地，所述膜分离处理采用管式微滤膜(TMF)。无机材质，滤孔径在0.1-0.5微米之间，能截留原料中的悬浮物和大分子量胶体等物质。

进一步地，所述A产物、所述B产物、所述C产物根据原料α、β、γ的浓度不同存在二元共沸产物产量不同的可能，但所述A产物、所述B产物、所述C产物中二元共沸产物的组成不变，所述D产物有且只能是α、β、γ中的一种。

进一步地，步骤(2)中所述第一精馏塔T0101的塔板数为30-40块，控制塔顶压力为98-105kPa(绝压)、回流比控制为2-8，依据二元共沸物沸点高低设定塔顶温度和回流比，于第一精馏塔(T0101)的塔顶出料经过冷凝器(E1)冷却后在收集罐中分批次收集得到二元共沸物与其中一种纯组分D产物。例如按照共沸物沸点温度的高低：控制第一批次出料时的塔顶温度88-91℃产生α和γ的共沸A产物，对应进入收集罐V0101中，控制第二批次出料时的塔顶温度97-99℃产生α和β的共沸B产物，对应进入收集罐V0102中，控制第三批次出料时的塔顶温度117-120℃产生β和γ的共沸C产物，对应进入收集罐V0103中，最后剩余产生纯溶剂D产物则进入V0104中。间歇精馏具有分批出料，操作灵活的特点，适用于各种组分含量不同的原料。此处收集罐只是编号并不能限制产生共沸物就一定进入该编号的收集罐中。在间歇精馏操作中，存在回流比逐步调大的操作。随着间歇精馏的进行，塔内的轻组分不断减少，为了控制塔顶温度在某一个固定值，需要调大回流比。本专利也是如此，比如在103.25kPa这个压力下，塔顶温度要控制在某一温度m℃，但是随着间歇精馏的进行，可能过段时间塔顶温度会有所增加，此时就需要调大回流比，将温度打回m℃。

有益技术效果：

本发明处理含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂的工艺由膜分离处理系统、间歇精馏处理系统、连续精馏处理系统和吸附系统四套系统构成，其中连续精馏处理系统采用热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种方式进行操作；由于原料有多种共沸物，因此采用间歇精馏与连续精馏等多种分离工艺相结合的方式进行生产。

(1)本发明实现了废电子溶剂的资源化利用，且该类溶剂价格高昂，具有较大的经济效益和社会效益，在解决环境污染的同时生产了高品质的电子溶剂。工艺设计完整，废溶剂中的主要成分都实现了有效利用，变废为宝。

(2)间歇精馏处理系统可以灵活生产，得到多种共沸物，设备使用多元化，降低设备成本，简化操作流程，工艺合理可靠。

(3)连续精馏处理系统采用热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种进行，解决了实际工业上的组分复杂、相对挥发度小、体系难分离等技术难题。

(4)连续精馏处理系统采用热耦合变压精馏处理具有更节能的设计理念，相较于普通变压精馏，本发明的采用高压-低压系统，能耗更低，充分利用了流股之间的潜热，根据高压-低压塔中物料的焓值进行了热量耦合，将高压塔塔顶出来的高焓值物料作低压塔塔釜的热源，通过热耦合，一方面实现了热量的综合利用，另一方面由于热量交换在低压塔的塔釜中进行，可以节省高压塔的塔顶冷凝器的建设费用，节能优势更为明显，更具有环保效益。

(5)对比其他精馏的工艺，本发明还包括膜分离处理系统和吸附系统，在处理分离不同的杂质时更具有针对性，一方面可以降低仅用精馏带来的高能耗问题，另一方面也可以实现电子溶剂低几乎不含水的目标。

本专利实现了水、环戊酮和丙二醇甲醚三者的完全分离，不同的杂质应采用不同的分离方式，本专利根据杂质的不同特性，综合应用了膜分离、吸附和精馏，对比仅采用精馏的工艺，大大降低能耗，整体设计的理念和工艺更加先进和环保。

附图说明

图1为本发明含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法的工艺路线图。

图2为本发明含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法所涉及处理设备图。

图3为图2中连续精馏处理系统采用热耦合变压精馏处理方式时所涉及局部处理设备图。

图4为图2中连续精馏处理系统采用共沸精馏处理时所涉及局部处理设备图。

图5为图2中连续精馏处理系统采用萃取精馏处理时所涉及局部处理设备图。

具体实施方式

下面将结合本发明的实施例和附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。以下对至少一个示例性实施例的描述实际上仅仅是说明性的，决不作为对本发明及其应用或使用的任何限制。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

除非另外具体说明，否则在这些实施例中阐述的数值不限制本发明的范围。对于相关领域普通技术人员已知的技术、方法可能不作详细讨论，但在适当情况下，所述技术、方法应当被视为说明书的一部分。在这里示出和讨论的所有示例中，任何具体值应被解释为仅仅是示例性的，而不是作为限制。因此，示例性实施例的其它示例可以具有不同的值。

此外，需要说明的是，收集罐V0101、V0102、V0103、V0104并不一定对应A、B、C、D产物，根据塔顶温度、回流比等条件控制出料批次以使得能清楚辨识，同样收集罐V0201、V0202、V0203、V0204、V0205也应作同样理解，因此不能理解为对本发明保护范围的限制。

本发明涉及含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法，其工艺路线图见图1，包括如下步骤：

(1)将废电子溶剂先进行膜分离处理以除去胶体等杂质得到待处理物料；

(2)将所述物料进行间歇精馏处理得到二元共沸物与其中一种纯组分；

(3)然后以热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种方式对所述共沸物进行连续精馏处理得到各纯组分。

还包括在得到各纯组分后使其进行吸附处理以除去其中微量水分，最后得到丙二醇甲醚纯溶剂产品以及环戊酮纯溶剂产品，产品中的含水率小于等于200PPM。

步骤1中，通常废溶剂中包括水、丙二醇甲醚(PM)、环戊酮(Cyclopentanone)，还包括少量的固体杂质或胶体杂质，呈黑色，由于胶体类杂质的分子体积比较大，本发明采用膜分离处理——管式微滤膜(TMF)，滤孔径在0.1-0.5微米之间，能截留原料中的悬浮物和大分子量胶体等物质，将经过膜分离处理系统脱胶后所得处理液在储罐中暂存，然后采用间歇精馏处理系统进行预处理。

为方便阐述，分别令水、丙二醇甲醚、环戊酮为α、β、γ，在常压下，α和γ的共沸物沸点约88-91℃，α和β的共沸物沸点约97-99℃，β和γ的共沸物沸点约117-120℃。本发明步骤2中采用间歇精馏处理可实现二元共沸物的分离，在操作时维持常压或微负压(相对于1个大气压而言)。共沸物按照沸点高低，在间歇精馏处理系统的塔顶依次出料的顺序为α和γ的共沸物(A产物)、α和β的共沸物(B产物)、β和γ的共沸物(C产物)和剩下的纯溶剂(D产物)。由于废溶剂中各组分进料浓度差异，A、B、C三种产物中存在少一种产物的可能性，且D产物有且只能是α、β、γ中的一种。

将步骤2分离出的共沸物进一步进行步骤3的连续精馏处理，连续精馏处理可以采用热耦合变压精馏处理、共沸精馏处理、萃取精馏处理中的一种方式进行处理A产物、B产物、C产物(二元均相共沸物)。由于A、B、C产物初次产量相对较少，步骤2可以富集一段时间后再进行步骤3。

由于原料中含有水，且此类溶剂有很强的吸湿作用，所以经过步骤3提纯后的产品中也存在很微量的水。因此步骤3后需要经过后续吸附处理以降低产品中的水分，最终得到各组分纯溶剂产品(含水率小于等于200PPM)。

以上工艺路线所涉及的处理设备如图2所示，结合图1的工艺路线，具体处理过程是：

(1)废溶剂从原料罐M1进料进入到膜分离处理系统F0101以去除胶体等杂质后，得到待处理的物料。

(2)使所述物料进入到间歇精馏处理系统的第一精馏塔T0101进行间歇精馏处理，控制所述第一精馏塔T0101的塔顶压力为98-105kPa，在塔顶依次分离出各组分的二元共沸物：α和γ的共沸A产物、α和β的共沸B产物、β和γ的共沸C产物以及纯溶剂D产物；

在一些实施例中，步骤2的间歇精馏处理系统包括第一精馏塔T0101和与其塔顶相连的收集罐V0101、V0102、V0103、V0104，接收罐V0101、V0102、V0103、V0104与后续的特殊精馏分离部相连。第一精馏塔T0101的理论塔板数为35块，操作压力为98-105kPa(绝压)，塔顶出料，控制塔顶温度和回流比，回流比设置在2-8，在操作过程中逐步增大调节。第一批次出料时，塔顶温度控制在88-91℃，对应出料A产物例如进入收集罐V0101中；第二批次出料时，塔顶温度控制97-99℃，对应出料B产物例如进入收集罐V0102中；第三批次出料时，塔顶温度控制117-120℃，对应出料C产物例如进入收集罐V0103中；最后的产品为纯溶剂D产物则进入收集罐V0104中；

需要说明的是，原料中各组分比例不同会造成A、B、C、D产物的产量有所变化，但构成A、B、C产物的两个组元不变。例如：α、β和γ的质量分数分别为0.001、0.996、0.003，则塔顶依次出现的出料为A产物、C产物和D产物，其中D产物即为β。又如：α、β和γ的质量分数分别为0.007、0.001、0.992，则塔顶依次出现的出料为A产物、B产物和D产物，其中D产物即为γ。

在一些实施例中，步骤2也可采用连续精馏处理，则所需理论塔板数至少达到50块，且需要设置多股测线来采出物料，不如采用间歇精馏处理方便。

(3)回流富集后使所述第一共沸物进入到连续精馏处理系统中分别进行所述共沸物的连续精馏处理以提纯；所述连续精馏处理系统依次由特殊精馏分离部和添加试剂或能量的回收部两个分系统组成，使所述第一共沸物先进入所述特殊精馏分离部得到第二共沸物，使所述第二共沸物再进入所述回收部进行提纯，得到另一纯组分。

在一些实施例中，连续精馏处理系统如图3所示，当所述连续精馏处理采用热耦合变压精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：所述特殊精馏分离部包括第二精馏塔T0201和接受器S1，还包括将前述两者连接的热耦合换热器E0101以及与所述第二精馏塔T0201相连的收集罐V0201和V0202；与收集罐V0201和V0202相连的是精馏提纯部的第三精馏塔T0202，第三精馏塔T0202下连接接收器S2，第三精馏塔T0202的塔顶出料连接收集罐V0203、V0204、V0205，收集罐V0203、V0204、V0205中物料回到间歇精馏处理系统中进行循环出料，最后于接受器S1、接受器S2中得到各纯组分；

第二精馏塔T0201的理论塔板数为20块，采用抽真空的手段使第二精馏塔T0201相较于第一精馏塔T0101产生较低相对负压，即控制所述第二精馏塔T0201的塔顶压力为5-8kPa(绝压，为低压塔)，控制回流比为3-5，即可调节共沸物中两种物料的比例使得其中某一组分含量增多，于第二塔釜接收器S1得到其中某一纯组分，第二精馏塔T0201的塔顶出料(于收集罐V0201、V0202中收集)仍为共沸物，使其再进入精馏提纯部的第三精馏塔T0202中再次进行连续精馏处理以提纯，控制第三精馏塔T0202的压力为常压(相较于第二精馏塔为高压塔)，于第三塔釜接收器S2得到其中另一纯组分，第三精馏塔T0202的塔顶出料仍为少量共沸物，先经过热耦合换热器E0101换热后再进入收集罐V0203、V0204、V0205中，然后循环回到间歇精馏处理系统中重复操作；

为方便说明以A产物为例：

采用热耦合变压精馏处理方式进行处理时，特殊精馏分离部的第二精馏塔T0201的理论塔板数均为20块，采用抽真空的手段使第二精馏塔T0201相较于第一精馏塔T0101产生较低相对负压，控制所述第二精馏塔T0201的塔顶压力为5-8kPa(绝压)，控制回流比为3-5，于第二塔釜接收器S1中收集得到α或γ其中一种纯组分，第二精馏塔T0201的塔顶出料仍为α和γ共沸A产物，使其再进入精馏提纯部的第三精馏塔T0202中再次进行连续精馏处理以提纯，第三精馏塔T0202理论塔板数20块，采用回流比4-7，控制第三精馏塔T0202的塔顶压力为98-105kPa，于第三塔釜接收器S2中收集得到α或γ其中另一种纯组分(组分与第二塔釜接收器S1中不同)，第三精馏塔T0202的塔顶所出物料仍存在有少量的α和γ共沸A产物，使其先经过热耦合换热器E0101进行换热后，无需冷凝器E3即可在收集罐V0203、V0204、V0205中得到冷却的少量的α和γ共沸A产物，使其循环到间歇精馏处理系统的第一精馏塔T0101的收集罐V0101中进行富集后循环处理重复操作；第三精馏塔T0202的塔顶无需设置冷凝器E3；需要说明的是，热耦合变压精馏处理与普通变压精馏不同的是：本发明根据高压-低压塔中物料的焓值进行了热量耦合，将高压塔塔顶出来的高焓值物料作低压塔塔釜的热源，通过热耦合，一方面实现了热量的综合利用，另一方面由于热量交换在低压塔的塔釜中进行，可以节省高压塔的塔顶冷凝器的建设费用。

在一些实施例中，连续精馏处理系统如图4所示，当所述连续精馏处理采用共沸精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：所述特殊精馏分离部包括第二精馏塔T0201，与第二精馏塔T0201的塔顶相连的收集罐V0201、V0202，与第二精馏塔T0201的塔底相连的第二塔釜接收器S1，于第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入共沸剂进行处理后，于第二塔釜接收器S1中收集得到某一纯组分，收集罐V0201、V0202共同连接层析罐V0206，在收集罐V0201、V0202中收集得到共沸剂于另一组分的共沸物，层析罐V0206与精馏提纯部的第三精馏塔T0202相连，第三精馏塔T0202下连接第三塔釜接收器S2，第三精馏塔T0202的塔顶连接收集罐V0203、V0204、V0205，收集罐V0203、V0204、V0205中收集得到共沸剂，使其循环进入第二精馏塔T0201进行重复操作；

为方便说明以A产物为例：第二精馏塔T0201的理论塔板数为20-30块，采用常压精馏即第二精馏塔T0201的塔顶压力控制在98-105kPa(绝压)，回流比控制在4-7，在第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入共沸剂进行共沸(共沸剂选择沸点在60-120℃的物质，此区间物质由于沸点较低易与α共沸、不易与γ共沸，例如苯、甲苯、乙苯、环己烷等，其与水形成的共沸物沸点较低，这些物质与水的结合作用相较与γ与水的结合作用更强，因此这些物质可将水从γ中带走)，于第二塔釜接收器S1中收集得到γ组分(去往后续吸附系统进行吸附得到纯γ组分)，而第二精馏塔T0201的塔顶出料为α与共沸剂的共沸产物，在收集罐V0201、V0202收集后进入到层析罐V0206中进行层析(α为水与共沸剂产生分层)，层析得到的下层水相可直接排出，剩余上层有机相(为含少量水的共沸剂)，为了使得共沸剂使用效果更优使其进入第三精馏塔T0202再次进行连续精馏处理，第三精馏塔T0202需要理论塔板数20-30块，采用常压精馏(98-105KPa)，回流比控制在4-7，于第三精馏塔T0202的塔顶得到含少量水的共沸剂，使其再循环至第二精馏塔T0201中进行重复操作。

在一些实施例中，萃取精馏处理连续精馏处理系统如图5所示，当所述连续精馏处理采用萃取精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：所述特殊精馏分离部包括第二精馏塔T0201、与第二精馏塔T0201的塔顶相连的收集罐V0201、V0202，还包括与第二精馏塔T0201的塔底连接的第二塔釜接收器S1，于第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入萃取剂，于收集罐V0201、V0202其一罐中得到某一纯组分，于第二塔釜接收器S1得到另一组分与萃取剂的混合物，使第二塔釜接收器S1中物料进入精馏提纯部进行提纯，精馏提纯部包括第三精馏塔T0202，还包括与第三精馏塔T0202塔顶相连的收集罐V0203、V0204、V0205以及与第三精馏塔T0202的塔底相连的第三塔釜接收器S2，提纯后于收集罐V0203、V0204、V0205中收集得到纯组分，于第三塔釜接收器S2中收集得到萃取剂，第三塔釜接收器S2与第二精馏塔T0201相连使萃取剂循环使用；

为方便说明以A产物为例：

第二精馏塔T0201的理论塔板数20-30块，采用常压精馏，即塔顶压力控制在98-105kPa(绝压)，回流比控制在4-7，于第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入萃取剂(萃取剂选择乙二醇、丙三醇中的一种)，于收集罐V0201、V0202其一罐中得到α纯组分，于第二塔釜接收器S1中得到γ和萃取剂的混合物；使第二塔釜接收器S1中的γ和萃取剂进入到第三精馏塔T0202中进行连续精馏以提纯，第三精馏塔T0202理论塔板数15-20块，采用常压精馏(98-105kPa)，回流比控制在3-5，于收集罐V0203、V0204、V0205其一罐中得到纯组分γ，于第三塔釜接收器S2得到萃取剂，使第三塔釜接收器S2中的萃取剂循环到第二精馏塔T0201中循环使用重复操作。

(4)以上过程中将收集得到的纯组分进入吸附系统进行吸附处理以除去其中微量水分，吸附系统由A0101和A0102两套吸附器组合使用，一套吸附器用于纯组分的溶剂脱水，另一套吸附器用于将其中的吸附剂再生，交替进行操作进行生产，提高生产效率，并实现电子溶剂的低含水率，最后得到丙二醇甲醚(β)纯溶剂产品以及环戊酮纯(γ)溶剂产品。

以上图2-图5中涉及的处理设备共同结构均为：膜分离处理系统F0101；间歇精馏处理系统包括：第一精馏塔T0101，冷凝器E1，冷凝液储罐E11，收集罐V0101、V0102、V0103、V0104；连续精馏处理系统包括特殊精馏分离部和添加试剂或能量回收部，特殊精馏分离部包括第二精馏塔T0201，接受器S1，冷凝器E2，冷凝液储罐E22，收集罐V0201、V0202，添加试剂或能量回收部包括第三精馏塔T0202，接受器S2，冷凝液储罐E33，收集罐V0203、V0204、V0205；吸附系统包括吸附器A0101、A0102，成品罐P。不同之处在于随步骤3中连续精馏处理系统中特殊精馏分离部所采用的方式不同，各部位连接部件有所增减以及连接方式产生差异，具体见图3-5。

实施例1

废电子溶剂原料(含水α、丙二醇甲醚β、环戊酮γ)700g经过膜分离处理后得到物料总重668g，物料外观呈黑色，测试物料中组分，各组分百分比见表1。

表1废电子溶剂原料经过膜分离处理后所得物料组分

(注：表中其他重组分为较易分离的二甲基亚砜DMSO、丙二醇甲醚醋酸酯PMA等重组分)。

对于该废电子溶剂原料的处理方法，具体步骤如下：

(1)将废电子溶剂先进行膜分离处理——管式微滤膜(TMF)，滤孔径在0.2微米，截留原料中的悬浮物和大分子量胶体等物质，操作压力为0.1MPa，可以滤除原料中的颗粒物和胶体，得到表1中物料。

(2)将所述物料通过间歇精馏处理系统的第一精馏塔T0101进行间歇精馏处理，第一精馏塔T0101的理论塔板数为35块，控制所述第一精馏塔T0101的塔顶压力为1标准大气压，塔顶出料，控制如下塔顶温度和回流比，在塔顶依次分离出料，收集塔顶温度在88-130.5℃的所出物料，将所出物料分别在V0101、V0102、V0103、V0104中收集并回流富集，具体见表2：

表2间歇精馏处理过程控制

(注：异丙醇和水的共沸物以及其他少量杂质称为前馏，其他重组分为后馏)

第四批所出物料为纯环戊酮(γ)组分，色谱测得其纯度为99.5wt％(余量0.05wt％为β与DMSO)，采用卡尔水分仪测定其中水分含量为200PPM，可共给电子产业使用。

实施例2

将实施例1中经过间歇精馏处理系统于其中一个收集罐中富集得到的A产物(经多批原料进行处理后富集得到600gA产物，其中含α43.64wt％，含γ56.36wt％)进入后续的连续精馏处理系统中进行精馏处理，连续精馏处理系统由特殊精馏分离部和添加试剂或能量回收部两个精馏分系统组成(图4)，使A产物先进入到特殊精馏分离部的第二精馏塔T0201中进行连续精馏(按照120g/h的速率进料)，第二精馏塔T0201理论塔板数20块，采用常压精馏(1标准大气压)、回流比控制在4～6，在第二精馏塔T0201的第一块塔板上加入共沸剂甲苯(400g)进行共沸，控制塔顶温度为84℃，于接收器S1中收集得到γ组分，于第二精馏塔T0201的塔顶经冷凝器E2冷凝后于收集罐V0201或V0202中得到α和甲苯的共沸物，流入层析罐V0206中经过冷却分层后，下层水相(α)可直接排出，排出水相后余下的甲苯有机相进入到后续所述回收部的第三精馏塔T0202中进行再连续精馏，在V0203、V0204、V0205任一收集罐中经过冷凝器E3冷凝收集得到甲苯，使其循环回到第二精馏塔T0201中重复操作；将物料全部处理结束后，计算物料回收率为98％，接收器S1中富集得到的γ组分的纯度为99.57wt％、含水450PPM；

使接收器S1中富集得到的γ组分(300g)进入到吸附系统(固定床吸附器)中进行吸附处理10h除去微量水分后，得到γ组分的纯度为99.57wt％、含水230PPM；经过吸附处理20h除去微量水分后，得到γ组分的纯度为99.57wt％、含水175PPM。

实施例3

将实施例1中经过间歇精馏处理系统于其中一个收集罐中富集得到的C产物(经多批原料进行处理后富集得到600g C产物，其中含β72.4wt％，含γ27.6wt％)进入后续的连续精馏处理系统中进行精馏处理，连续精馏处理系统由特殊精馏分离部和添加试剂或能量回收部两个精馏分系统组成(图3)，使C产物先进入到特殊精馏分离部的第二精馏塔T0201(低压塔)中进行连续精馏(按照120g/h的速率进料)，第二精馏塔T0201理论塔板数20块，控制精馏压力为8kPa、回流比4、塔顶温度45℃，经过第二精馏塔T0201的塔顶冷凝器E2冷凝后，于第二精馏塔T0201塔底相连的接收器S1中富集得到纯β组分(纯度99.6％、含水485PPM)，于V0201收集罐或V0202收集罐中富集得到β、γ的共沸物，使β、γ共沸物进入第三精馏塔T0202中继续进行连续精馏以提纯，第三精馏塔T0202的理论塔板数20块、控制1标准大气压、采用回流比6、塔顶温度120℃进行精馏提纯，于接收器S2中得到纯γ组分，于第三精馏塔T0202的塔顶出少量β、γ共沸物并使其进入热耦合换热器E0101进行换热后再进入任一收集罐V0203、V0204、V0205中并循环进入间歇精馏处理系统中重复操作；

使接收器S1中富集得到的β组分(180g)进入到吸附系统(固定床吸附器)中进行吸附处理10h除去微量水分后，得到β组分的纯度为99.6％、含水280PPM；经过吸附处理20h除去微量水分后，得到β组分的纯度为99.6％、含水170PPM。

以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其发明构思加以等同替换或改变，例如采用其他共沸剂、萃取剂等的操作，都应涵盖在本发明的保护范围之内。

Claims (2)

1.含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法，其特征在于，包括如下步骤：

(1)将废电子溶剂先经过膜分离处理系统去除杂质得到含水、丙二醇甲醚、环戊酮的待处理物料，令组分中水、丙二醇甲醚、环戊酮分别以α、β、γ标记；

(2)使所述物料进入间歇精馏处理系统的第一精馏塔(T0101)进行间歇精馏处理，在第一精馏塔(T0101)的塔顶依次分离出第一共沸物以及其中某一组分的纯溶剂D产物，所述第一共沸物包括α和γ的共沸A产物、α和β的共沸B产物、β和γ的共沸C产物中的至少一种；所述D产物有且只能是α、β、γ中的一种；

所述第一精馏塔(T0101)的塔板数为30-40块，控制所述第一精馏塔(T0101)的塔顶压力为98-105kPa、回流比控制为2-8，根据塔顶温度高低设定操作回流比，于第一精馏塔(T0101)的塔顶出料经过冷凝器(E1)冷却后在收集罐中分批次收集得到二元共沸物与其中一种纯组分D产物；

(3)回流富集后使所述第一共沸物以共沸精馏处理方式进入到连续精馏处理系统中分别进行所述共沸物的连续精馏处理以提纯；所述连续精馏处理系统依次由特殊精馏分离部和添加试剂或能量的回收部两个分系统组成，使所述第一共沸物先进入所述特殊精馏分离部得到第二共沸物，使所述第二共沸物再进入所述回收部进行提纯，得到另一纯组分；

所述连续精馏处理采用共沸精馏处理方式进行时，先经过所述特殊精馏分离部处理然后经过所述回收部处理的过程是：

使所述第一共沸物先进入所述第二精馏塔(T0201)中进行连续精馏，第二精馏塔(T0201)的理论塔板数为20-30块，控制所述第二精馏塔(T0201)的塔顶压力为98-105kPa、控制回流比为4-7，在第二精馏塔(T0201)的第一块塔板上加入共沸剂与所述物料中的水组分先进行共沸，所述共沸剂为沸点在60-120℃的溶剂，在与所述第二精馏塔(T0201)的塔底相连的接收器(S1)中收集得到除了水组分外的某一组分纯溶剂，所述第二精馏塔(T0201)的塔顶出料为水组分与所述共沸剂的共沸物，此共沸物经过冷凝器(E2)冷却后依次进入收集罐后到达层析罐(V0206)，于所述层析罐(V0206)中进行分层，下层水相组分直接排出，余留有机相为第一含水共沸剂，使其进入到第三精馏塔(T0202)再次进行连续精馏处理以提纯回收，第三精馏塔(T0202)的理论塔板数15-20块，采用常压精馏、回流比控制在2-4，于第三精馏塔(T0202)的塔底相连的接收器(S2)中收集得到另一组分纯溶剂，于第三精馏塔(T0202)的塔顶经过冷凝器(E3)冷凝后得到第二含水共沸剂，使所述第二含水共沸剂进入所述第二精馏塔(T0201)中进行重复操作；

所述共沸剂为苯、甲苯、二甲苯、乙苯、环己烷中的一种；

所述处理方法还包括在得到各纯组分之后使其进入吸附系统进行吸附处理的操作过程，最后得到含水率小于等于200PPM的丙二醇甲醚纯溶剂产品以及环戊酮纯溶剂产品。

2.根据权利要求1所述的含水、丙二醇甲醚、环戊酮的废电子溶剂处理方法，其特征在于，所述膜分离处理采用微滤。