CN204727810U - 一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置 - Google Patents

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本实用新型涉及一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,包括有第一精馏塔(2)、第二精馏塔(4)、第三精馏塔(9)、渗透汽化膜分离机组(6),第一精馏塔(2)的侧线处设置乙腈废液的进料口,第一精馏塔(2)的塔顶通过冷凝器连接于中和罐(3),中和罐(3)与第二精馏塔(4)的进料口连接,第二精馏塔(4)的塔顶连接于渗透汽化膜分离机组(6)的料液侧的进口,渗透汽化膜分离机组(6)的料液侧的出口连接于第三精馏塔(9)的进料口,渗透汽化膜分离机组(7)的渗透侧连接有渗透液冷凝器(7)和真空泵(8)。该装置具有工艺过程简单、设备占地面积小、安全系数高、能耗低、乙腈收率高、清洁无污染的特点。

Description

一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置
技术领域
[0001] 本实用新型涉及一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,属渗透汽化膜 应用领域。
背景技术
[0002] 头孢曲松钠是瑞士 Roche公司1982年上市的广谱长效抗菌素,其使用剂量小、 毒副作用小,具有很大市场份额,是第三代具有广谱抗菌活性的头孢菌素。在实际生产中, 由原料7-ACA制取头孢曲松钠粗品时,乙腈作反应用溶剂,反应结束后,产生的乙腈母液经 过分离得到一定质量指标的回收乙腈再次作为反应溶剂循环使用。在生产过程中,乙腈不 可避免地与水及其它杂质混在一起,产生乙腈废液。由于乙腈会与水会形成恒沸物(常压下 乙腈-水恒沸物含水量约16 wt. %),采用常规精馏方法无法将乙腈废液直接分离精制成可 再次使用的反应溶剂(溶剂乙腈含水量通常< 〇. 〇5wt. %)。而从此工艺路线来看,回收乙腈 的质量对头孢曲松钠粗品的质量起着决定性的影响。
[0003] 在回收乙腈传统工艺中,主要有以下四种分离精制工艺:变压精馏法、恒沸精馏 法、盐析方法、脱水剂方法。这几种方法均使用粗蒸及精馏两个步骤,使用特殊的精馏方法 进行分离处理,存在处理方法复杂、设备成本高以及分离效率低,能耗高、乙腈收率低等问 题。目前,针对乙腈废液回收,部分工艺如文献《乙腈回收新工艺》中叙述了采用二氯甲烷 作为萃取剂的萃取+精馏新工艺,具有选择性与化学稳定性好、易分离、毒性低和操作安全 简便等特点。但该工艺中会在乙腈废液中引入萃取剂残留,残留的萃取剂可能会对后续的 反应产生影响。 实用新型内容
[0004] 本实用新型的目的在于提出一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置。该 装置具有工艺过程简单、设备占地面积小、安全系数高、能耗低、乙腈收率高、清洁无污染的 特点。
[0005] -种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,包括如下步骤:
[0006] 第1步、将头孢曲松钠合成中产生的乙腈废液进入第一精馏塔,采用精馏方式脱 除部分水与重组分,塔顶得到乙腈馏液;
[0007] 第2步、将第1步中提浓后得到乙腈馏液送入中和罐,加碱液中和;
[0008] 第3步、将第2步中和后的乙腈馏液送入第二精馏塔进行精馏除杂,釜残液返回第 一精馏塔回收其中的乙腈,塔顶得到除杂后的乙腈馏液;
[0009] 第4步、将第3步所得的除杂后的乙腈馏液作为进料送入渗透汽化膜分离机组进 行分离得到粗品乙腈,料液侧得到粗品乙腈,渗透侧得到含水的渗透液,渗透液冷凝后返回 中和罐;
[0010] 第5步、将第4步得到的粗品乙臆送入第二精馈塔进行精制,塔机得到成品乙臆, 塔底馏出的乙腈-水恒沸物返回至第二精馏塔回收其中的乙腈。
[0011] 所述的第1步中,头孢曲松钠合成的工艺是指通过7-ACA为原料、用乙腈为溶剂先 与硫代三嗪反应生成7-ACT,再与氨噻肟活性硫酯反应生成头孢曲松钠。
[0012] 所述的第1步中乙腈废液的含水量是在40~90 wt. %。
[0013] 所述的第1步中乙腈馏液中乙腈含量75~84 wt. %。
[0014] 所述的第2步中液碱中碱的含量10~50 wt. %,所述的碱选自氢氧化钠、氢氧化 钾、碳酸钠或氢氧化钙。
[0015] 所述的第3步中,对中和后的乙腈馏液进行精馏除杂时,采用正压操作,操作压力 在表压0. 01~0. 5 MPa,塔顶采出汽相产品,回流比控制在0. 1~3。
[0016] 所述的第4步中,对乙腈馏液做渗透汽化分离时,将除杂塔塔顶采出乙腈馏液蒸 汽进一步过热至70~180°C之后送入渗透汽化膜分离机组。
[0017] 所述的第4步中粗品乙腈的含水量控制在0. 1~5 wt. %。
[0018] 在第4步中,渗透汽化膜的料液侧的表压为0~0. 4 MPa ;渗透侧与真空系统相连, 渗透侧绝压为100~4000 Pa。
[0019] 所述的渗透汽化膜分离机组采用的膜为优先透水膜,可以为分子筛膜、无定形二 氧化硅膜、PVA膜,最优是分子筛膜。渗透汽化膜分离机组是由1~100个渗透汽化膜分离 器串联、并联或混联连接,以达到不同的处理要求和生产能力。
[0020] 所述的第4步得到粗品乙腈蒸汽不经冷凝,以汽相形式送入第5步的精制塔,粗品 乙腈的温度是50~150°C,精制塔的操作压力控制在表压0~0. 4MPa。
[0021] -种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,包括有第一精馏塔、第二精馏 塔、第三精馏塔、渗透汽化膜分离机组,第一精馏塔的侧线处设置乙腈废液的进料口,第一 精馏塔的塔顶通过冷凝器连接于中和罐,中和罐与第二精馏塔的进料口连接,第二精馏塔 的塔顶连接于渗透汽化膜分离机组的料液侧的进口,渗透汽化膜分离机组的料液侧的出口 连接于第三精馏塔的进料口连接,渗透汽化膜分离机组的渗透侧连接有渗透液冷凝器和真 空栗。
[0022] 第二精馏塔的塔釜与第一精馏塔的进料口连接。
[0023] 渗透汽化膜分离机组的渗透侧连接于中和罐。
[0024] 第三精馏塔的塔顶连接于中和罐。
[0025] 有益效果
[0026] 与回收乙腈传统工艺相比,本实用新型的方法具有如下特点:
[0027] 1.本实用新型采用渗透汽化膜分离机组脱水,不受共沸限制,工艺过程简单,安全 系数高,;
[0028] 2.本实用新型渗透汽化膜分离机组自动化程度高,操作简便,设备占地面积少;
[0029] 3.本方法采用先提浓除杂再渗透汽化的方式,不引入第三组分,保证了产品纯 度;
[0030] 4.本实用新型将渗透液返至第二精馏塔回收处理,减少了乙腈的排放量,提高了 乙腈的回收率,并有利于杂质的排出;
[0031] 5.本实用新型将第二精馏塔塔顶产品不经冷凝,以蒸汽形式进入渗透汽化膜分离 机组,提高了系统内能量利用率,进一步降低了渗透汽化膜分离机组的加热负荷;
[0032] 6.本实用新型将渗透汽化产品不经冷凝,以蒸汽形式进入第三精馏塔,提高了系 统内能量利用率,进一步降低了第三精馏塔的加热负荷;
[0033] 7.本实用新型提供的乙腈精制方法,原料液循环量小,降低塔设备数量与尺寸,运 行能耗降低30~70%。
附图说明
[0034] 图1是头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法工艺流程图;
[0035] 其中1是预热器,2是第一精馏塔,3是中和罐,4是第二精馏塔,5是过热器,6是渗 透汽化分离机组,7是渗透液冷凝器,8是真空栗,9是第三精馏塔。
具体实施方式
[0036] 头孢曲松(又名头孢三嗪)是第三代广谱、高效、长效、低毒注射用头孢菌素,临床 应用十分广泛。目前主要的合成路线是以7-氨基头孢烷酸(7-ACA)为原料先与硫代三嗪 反应生成7-氨基头孢三嗪(7-ACT),再与氨噻肟活性硫酯反应生成头孢三嗪。在7 -氨基 头孢烷酸(7-ACA)与三嗪环反应时,必须要在酸性乙腈母液下进行反应,会产生如下乙腈母 液组成:含乙腈60~70%,乙腈三氟化硼含量7~8%,其他为水。回收套用需要乙腈的含 量彡99. 9%以上。
[0037] 本实用新型的目的是针对头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,在头孢曲松 钠合成后,乙腈溶剂溶解有机杂质与水后形成的乙腈废液经过初步提浓与中和,再利用精 馏-渗透汽化-精馏工艺,可以将乙腈废液中的乙腈进行精制回用。
[0038] 本实用新型采用的技术方案是:第1步,将头孢曲松钠合成中的乙腈废液进入第 一精馏塔,采用精馏方式脱除部分水与重组分;第2步、将第1步中提浓后得到乙腈馏液送 入中和罐调节酸碱度;第3步、将第2步中和后的乙腈馏液送入第二精馏塔进一步除杂,釜 残液返回前级第一精馏塔回收其中的乙腈;将第3步所得的除杂后的乙腈馏液作为进料送 入渗透汽化膜分离机组进行分离得到粗品乙腈,料液侧溶液中的水以及少量乙腈以蒸汽形 式透过渗透汽化膜得到渗透液,渗透液冷凝后返回中和罐后再次回收其中的乙腈;将第4 步得到的粗品乙腈送入第三精馏塔进行精制,得到成品乙腈,第三精馏塔馏出的乙腈-水 恒沸物返回至第二精馏塔回收其中的乙腈。
[0039] 在提浓工段中,对乙腈废液进行精馏的最主要目的是将乙腈废液进行初步提浓, 脱除有机重组分与部分水,避免反应产生的有机重组分对后续分离精制的影响,同时脱除 一部分水,减小所需渗透汽化膜的面积,使其处理量与产品含水量提高。在该工段中,如果 第一精馏塔塔顶采出含水量过高的话,会导致塔釜中的有机重组分溶解于水随着精馏的过 程进入塔顶蒸汽中,最终影响乙腈成品的纯度,反之如果塔顶采出含水量过低的话,会导致 第一精馏塔操作能耗增加。最好是将乙腈废液提浓至乙腈含量75~84 wt.%,在最优的实 施例中为80 wt. %。
[0040] 将从第一精馏塔精馏产生的乙腈馏液加入一定量的碱液进行中和,这样可以将乙 腈废液中的酸性物质中和形成盐,如果酸性物质没有全部被转换为盐的话,会导致未转化 的酸性物质一直存在于乙腈中,会影响渗透汽化膜的寿命及最终乙腈产品的纯度,这里所 述的碱液可以是指氢氧化钠或者氢氧化钾水溶液。
[0041] 对中和后的乙腈馏液进行除杂精馏时,采用正压操作,操作压力在0.01~0.5 MPa(表压),塔顶采出汽相产品,回流比控制在0. 1~3,如果没有除杂工序将中和后的乙腈 馏液除杂,中和产生的盐会随乙腈馏液进入渗透汽化膜分离机组,从而影响渗透汽化膜的 寿命。第二精馏塔塔顶产品以蒸汽形式进入至渗透汽化分离器,这主要是可以提高渗透汽 化膜的分离效率,蒸汽的温度优选是70~180°C。为更好地利用余热,降低精制的操作能 耗,从渗透汽化分离机组料液侧得到粗品乙腈蒸汽,最好是不经过冷凝,以汽相形式进入第 三精馏塔,粗品乙腈蒸汽的温度优选是50~150°C。
[0042] 采用的渗透汽化膜是分子筛膜,相对于其它类似的膜材料,例如:无定形二氧化硅 膜、PVA膜、分子筛膜分离后得到粗品乙腈的一次收率高而且分离过程中的膜通量较大。
[0043] 渗透汽化分离机组分离出的渗透液冷凝后返回除杂,馏出含一定水量的乙腈,再 返回至渗透汽化分离机组,这主要是可以充分回收渗透液中的少量乙腈,提高乙腈产品的 总收率,同时渗透液中的水有利于第二精馏塔塔釜杂质的排出。
[0044] 实施例1
[0045] 头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,采用的装置如图1所示,操作过程包括 下列步骤:将头孢曲松钠合成中的乙腈废液经预热器1预热后进入第一精馏塔2精馏提浓, 提浓后乙腈含量提高至80 wt. %左右,得到的乙腈馏液输送至中和罐3,有机重组分与部分 水从塔底排出。在中和罐3中加入一定量的碱液中和乙腈馏液中的酸性物质。将中和罐3 中的中和后的乙腈馏液控制流量为900 kg/h输送到第二精馏塔4中精馏除杂,乙腈馏液 经除杂后以汽相形式从第二精馏塔顶采出,杂质与少量水从塔底排出,第二精馏塔操作压 力控制在0.2MPa (表压)。第二精馏塔塔顶产品以蒸汽形式经过热器5过热后,进入到由 22个分别由分子筛膜、二氧化硅膜、PVA膜组件(每级膜组件面积为10 m2)串联构成的渗透 汽化膜分离机组6进行脱水分离。料液侧压力为0.2 MPa (表压),渗透侧压力控制在1000 Pa。渗透侧在真空栗8的抽吸下,得到的渗透液经渗透液冷凝器7冷凝后,返回至第二精馏 塔4处理回收其中少量的乙腈。粗品乙腈以蒸汽形式进入第三精馏塔9后精馏得到含水量 < 0. 05 wt. %的成品乙腈。
[0046] 在采用不同的膜材料时,所得的提纯乙腈、渗透液、通量等数据如表1所示。
[0047] 表 1
[0048]
Figure CN204727810UD00061
[0049] 从表中可以看出,分子筛膜特别适合于回收精制乙腈过程中的脱水处理,所得的 处理量、渗透通量优于其它种类的膜材料,渗透液的水含量也优于其它的几种膜材料。
[0050] 实施例2
[0051] 头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,采用的装置如图1所示,操作过程包括 下列步骤:将头孢曲松钠合成中的乙腈废液经预热器1预热后进入第一精馏塔2精馏提浓, 提浓后乙腈含量分别提高至70、75、80、84 wt. %左右,得到的乙腈馏液输送至中和罐3,有 机重组分与部分水从塔底排出。在中和罐3中加入一定量的碱液中和乙腈馏液中的酸性物 质。将中和罐3中的中和后的乙腈馏液控制流量为1500 kg/h输送到第二精馏塔4中精馏 除杂,乙腈馏液经除杂后以汽相形式从第二精馏塔顶采出,杂质与少量水从塔底排出,第二 精馏塔操作压力控制在〇.2MPa (表压)。第二精馏塔塔顶产品以蒸汽形式经过热器5过热 后,进入到由15个分子筛膜(每级膜组件面积为10 m2)串联构成的渗透汽化膜分离机组7 进行脱水分离至含水量lwt. %的粗品乙腈。料液侧压力为0.2 MPa (表压),渗透侧压力控 制在2000 Pa。渗透侧在真空栗8的抽吸下,得到的渗透液经渗透液冷凝器7冷凝后,返回 至第二精馏塔4处理回收其中少量的乙腈。粗品乙腈蒸汽进入第三精馏塔9后精馏得到含 水量彡〇. 05 wt. %的成品乙腈。
[0052] 在采用不同含水量的乙腈馏液经中和与第二精馏塔除杂后作为膜分离机组的进 料时,所得的膜组件个数、渗透液含水量、通量等数据如表2所示。
[0053] 表 2
[0054]
Figure CN204727810UD00071
[0055] 从表中可以看出,将第一精馏塔的乙腈水溶液含水量控制在合适的范围,可以使 整个设备的运行能耗和所需膜面积的最优化。
[0056] 实施例3
[0057] 头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,采用的装置如图1所示,操作过程包括 下列步骤:将头孢曲松钠合成中的乙腈废液经预热器1预热后进入第一精馏塔2精馏提浓, 提浓后乙腈含量分别提高至80 wt. %左右,得到的乙腈馏液输送至中和罐3,有机重组分与 部分水从塔底排出。在中和罐3中加入一定量的碱液中和乙腈馏液中的酸性物质。将中和 罐3中的中和后的乙腈馏液控制流量以1500 kg/h输送到第二精馏塔4中精馏除杂,乙腈 馏液经除杂后以汽相形式从第二精馏塔顶采出,杂质与少量水从塔底排出,第二精馏塔操 作压力控制在0. 2MPa (表压)。第二精馏塔塔顶产品以蒸汽形式经过热器5过热后,进入到 由20个分子筛膜(每级膜组件面积为10 m2)串联构成的渗透汽化膜分离机组7进行脱水 分离至含水量分别为3、1、0. 5和0. 1 wt. %的粗品乙腈。料液侧压力为0. 2 MPa (表压),渗 透侧压力分别控制在2000Pa。渗透侧在真空栗8的抽吸下,得到的渗透液经渗透液冷凝器 7冷凝后,返回至第二精馏塔4处理回收其中少量的乙腈。粗品乙腈蒸汽进入第三精馏塔9 后精馏塔顶得到含水量< 〇. 03 wt. %的成品乙腈。
[0058] 表 3
[0059]
Figure CN204727810UD00072
[0060] 从表中可以看出,将膜分离机组的成品(粗品乙腈)含水量控制在合适的范围,可 以有效的获得整个设备的运行费用和所需膜面积的最优化。
[0061] 实施例4
[0062] 头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制方法,采用的装置如图1所示,操作过程包括 下列步骤:将头孢曲松钠合成中的乙腈废液经预热器1预热后进入第一精馏塔2精馏提浓, 提浓后乙腈含量分别提高至80 wt. %左右,得到的乙腈馏液输送至中和罐3,有机重组分与 部分水从塔底排出。在中和罐3中加入一定量的碱液中和乙腈馏液中的酸性物质。将中和 罐3中的中和后的乙腈馏液控制流量以1500 kg/h输送到第二精馏塔4中精馏除杂,乙腈 馏液经除杂后以汽相形式从第二精馏塔顶采出,杂质与少量水从塔底排出,第二精馏塔操 作压力控制在0. 2MPa (表压),回流比分别控制在0. 1、0. 5、1和2。第二精馏塔塔顶产品以 蒸汽形式经过热器5过热后,进入到由若干个分子筛膜(每级膜组件面积为10 m2)串联构 成的渗透汽化膜分离机组7进行脱水分离至含水量lwt. %的粗品乙腈。料液侧压力为0. 2 MPa (表压),渗透侧压力分别控制在2000 Pa。渗透侧在真空栗8的抽吸下,得到的渗透液 经渗透液冷凝器7冷凝后,返回至第一精馏塔4处理回收其中少量的乙腈。粗品乙腈蒸汽 进入第三精馏塔9后精馏得到含水量< 0. 05 wt. %的成品乙腈。
[0063] 在采用不同回流比条件下的运行数据如表2所示。水通量按照运行200小时内的 平均通量进行折算。
[0064] 表 4
[0065]
Figure CN204727810UD00081
[0066] 从表中可以看出,将第二精馏塔的回流比控制在合适的范围,可以有效的降低第 二精馏塔的运行能耗,同时回流量过低会导致较多的中和盐被带入塔顶产品中,从而影响 分子筛膜长期运行的寿命。

Claims (4)

1. 一种用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,包括有第一精馏塔(2)、第二精 馏塔(4)、第三精馏塔(9)、渗透汽化膜分离机组(6),其特征在于:第一精馏塔(2)的侧线处 设置乙腈废液的进料口,第一精馏塔(2)的塔顶通过冷凝器连接于中和罐(3),中和罐(3) 与第二精馏塔(4 )的进料口连接,第二精馏塔(4 )的塔顶连接于渗透汽化膜分离机组(6 )的 料液侧的进口,渗透汽化膜分离机组(6 )的料液侧的出口连接于第三精馏塔(9 )的进料口, 渗透汽化膜分离机组(6)的渗透侧连接有渗透液冷凝器(7)和真空栗(8)。
2. 根据权利要求1所述的用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,其特征在于: 第二精馏塔(4)的塔釜与第一精馏塔(2)的进料口连接。
3. 根据权利要求1所述的用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,其特征在于: 渗透汽化膜分离机组(6 )的渗透侧连接于中和罐(3 )。
4. 根据权利要求1所述的用于头孢曲松钠合成中乙腈的回收精制装置,其特征在于: 第三精馏塔(9)的塔顶连接于中和罐(3)。
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