申请日2007.03.02
公开(公告)日2008.09.03
IPC分类号C07C233/05; C07C231/24
摘要
本发明涉及一种在芳香族聚酰胺纤维的生产过程中从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法。其工艺过程包括萃取和精馏，所述萃取工艺过程是：萃取剂与纺丝废水在萃取设备中进行混合萃取分相，形成了由萃取剂和二甲基乙酰胺组成的萃取相以及由盐、水和残留的萃取剂组成的萃余相;所述精馏工艺过程是：所述萃取相进入精馏设备，萃取剂蒸汽从塔顶蒸出，冷凝后作为萃取剂循环使用，而二甲基乙酰胺留在精馏塔底，出料后作为聚合原料回用。本发明的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法大大降低了整个提纯过程的能耗量，并且提高了分离得到的二甲基乙酰胺产品的纯度。
权利要求书
1. 一种从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法，其特征在于，其 工艺过程包括萃取和精馏，
所述萃取工艺过程是：萃取剂与纺丝废水在萃取设备中进行混合 萃取分相，形成了由萃取剂和二甲基乙酰胺组成的萃取相以及由盐、 水和残留的萃取剂组成的萃余相;
所述精馏工艺过程是：所述萃取相进入精馏设备，萃取剂蒸汽从 塔顶蒸出，冷凝后作为萃取剂循环使用，而二甲基乙酰胺留在精馏塔 底，出料后作为聚合原料回用。
2. 如权利要求1所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，其工艺过程还包括汽提，所述汽提工艺过程是：含少量 萃取剂的萃余相进入汽提设备，以过热蒸汽为汽提剂，汽提出其中的 萃取剂。
3. 如权利要求1所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，所述萃取剂为三氯甲烷或1，2-二氯乙烷。
4. 如权利要求1所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，所述萃取设备为多级塔式澄清器。
5. 如权利要求1所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，所述萃取剂与纺丝废水按照(2～10)∶3的体积流量比、 以逆流方式进入萃取设备中混合萃取，萃取级数为5～20级。
6. 如权利要求1所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，所述精馏设备为填料式精馏塔，塔内绝对压力恒定在0～ 50kPa之间，塔底温度保持在100～150℃之间，回流比控制在0.01～ 0.5的范围内。
7. 如权利要求2所述的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法， 其特征在于，所述汽提设备为填料式汽提塔，塔顶温度恒定在85～115 ℃之间。
说明书
一种从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法
技术领域
本发明涉及一种芳香族聚酰胺纤维的生产过程，特别涉及一种在 芳香族聚酰胺纤维的生产过程中从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺 (DMAc)的方法。
背景技术
在以DMAc为溶剂的溶液聚合湿法纺丝制备芳香族聚酰胺纤维的生 产过程中，纺丝废水主要由水、DMAc、盐三组分组成，其中DMAc浓度 为5～30%，盐浓度为0.5～5%。若不经处理直接排放，不但污染环境， 且使DMAc得不到回收而浪费了资源。
目前从纺丝废水中提纯DMAc组分的方法一般采用蒸发精馏分离 法：通过蒸发将纺丝废水中的水、DMAc与盐分离。然后采用高温精馏 法对水和DMAc混合蒸气的冷凝液进行分离，在精馏过程中，水蒸汽从 塔顶蒸出，DMAc留在塔底，出料后的DMAc产品能重新作为芳香族聚酰 胺纤维溶液聚合的溶剂回用。该方法的缺点是整个分离过程发生了两 次蒸发，且水的蒸发潜热较高，耗能巨大。另外盐容易聚集在蒸发器 上，影响了换热效果。
发明内容
为解决上述问题，本发明提供一种在芳香族聚酰胺纤维生产过程 中采用萃取精馏法提纯纺丝废水中DMAc的方法，整个萃取过程在常 温下进行混合分相，纺丝废水经萃取后，分离过程由现有技术的水、 盐和DMAc三组分的两次高温分离变成了萃取剂与DMAc的一次高 温分离，从而避免了水的两次蒸发，萃取剂仅在精馏过程中蒸发一次， 降低整个提纯过程的能耗量。
为实现上述目的，本发明的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方 法，其工艺过程包括萃取和精馏。
所述萃取工艺过程是：萃取剂与纺丝废水在萃取设备中进行混合 萃取分相，萃取剂萃取出纺丝废水中DMAc，形成了萃取相;其余组 分水和盐与萃取相不溶，形成了萃余相。
所述精馏工艺过程是：萃取相进入精馏设备，低沸点组分萃取剂 从液相中蒸出，萃取剂蒸汽从塔顶出料冷凝后，作为萃取剂循环使用; 而高沸点组分DMAc留在精馏塔底，出料后能作为芳香族聚酰胺纤维 溶液聚合的溶剂使用。
本发明的从纺丝废水中提纯二甲基乙酰胺的方法，其工艺过程还 包括汽提，所述汽提工艺过程是：含少量萃取剂的萃余相进入汽提设 备，以过热蒸汽为汽提剂，汽提出其中的萃取剂。萃取剂蒸汽从塔顶 排出冷凝后，作为萃取剂循环使用;而塔底含盐废水直接排放。
在萃取过程中，萃取剂和纺丝废水按照一定的体积流量比、以逆 流方式进入萃取设备中混合萃取，两者的体积流量比为2～10∶3。选用 的萃取设备为中国专利CN2832260Y公开的多级塔式澄清器。在本工 艺要求下，混合澄清槽的级数为5～20级。纺丝废水从最下一级混合澄 清槽的轻相入口进入，萃取剂从最上一级混合澄清槽的重相入口进入。 在混合区内，在搅拌装置的搅拌作用下，两溶液发生充分混合，由于 纺丝废水中不同组分在萃取剂中溶解度的不同，DMAc组分不断地融 进萃取剂中。经混合液出口进入澄清区，混合液分成两相，即萃取相 和萃余相。经逐级逆流萃取后，DMAc基本进入萃取相中，最后萃取 相由最下一级的重相出口排出，萃余相由最上一级的轻相出口排出。 萃取相由萃取剂和DMAc组成，其中DMAc含量占5～20%。盐和水不 溶于萃取剂，形成了萃余相，其中残留少量的萃取剂，DMAc浓度低 于300ppm。
在精馏过程中，萃取相中萃取剂和DMAc两组分的高效分离通过 精馏分离实现，采用填料式精馏塔设备。精馏塔在一定的负压下操作， 塔内绝对压力恒定在0～50kPa之间的任一压力。精馏塔塔底物料的加 热方式为在再沸器中通入过热蒸汽换热，塔底温度保持在100～150℃之 间。萃取相中低沸点组分萃取剂发生蒸发，萃取剂蒸汽从塔顶蒸出冷 凝后，冷凝液中不含DMAc。部分冷凝液回流到精馏塔内，回流比控 制在0.01～0.5的范围内;其余作为萃取剂原料循环使用。高沸点组分 DMAc则留在精馏塔底，塔底出料的DMAc产品纯度很高，含水率低 于200ppm，可作为芳香族聚酰胺溶液聚合的溶剂使用。
含少量萃取剂组分的萃余相难以直接排放，采用汽提法进行处理， 选用填料式汽提塔设备，以过热蒸气为汽提剂，塔顶蒸气冷凝后循环 使用。汽提塔顶温度恒定在85～115℃之间。汽提塔底排出的高温废水 中萃取剂的浓度低于0.8ppm。含盐废水的直接排放，避免了盐在设备 上的沉积。
本发明选用1，2-二氯乙烷、三氯甲烷等有机溶剂作为萃取剂。根据 相似相溶原理，这些萃取剂的选择性好，与水、盐难溶，而与DMAc 完全互溶，经单级萃取得到的分配系数在0.3～1.5之间。由于单级萃取 的效果是有限的，采用多级逆流萃取，萃取级数为5～20级，这些萃取 剂能将纺丝废水中DMAc组分完全萃取出来。
本发明大大降低了整个提纯过程的能耗量。由于整个萃取过程在 常温下进行混合分相，纺丝废水经萃取后，分离过程由目前技术的水、 盐和DMAc三组分的两次高温分离变成了萃取剂与DMAc的一次高 温分离，从而避免了水的两次蒸发，萃取剂仅在精馏过程中蒸发一次， 且部分萃取剂的蒸发潜热为250kcal/kg，远低于水的蒸发潜热 2256kcal/kg，整个提纯过程耗能低。
本发明提高了分离得到的DMAc产品的纯度，萃取剂的沸点和 DMAc的沸点差异大，这些萃取剂的沸点低于90℃，远低于DMAc的 沸点160℃，有利于两组分在精馏过程中分离得更彻底。
本发明萃取精馏法提纯DMAc的方法中，萃取相和萃余相中的萃 取剂全部循环使用，且萃取效果不变，整个提纯过程几乎没有耗量。
具体实施方式
以下实例中涉及的份及百分数，除有特殊说明外，均为重量份。
实施例1：
以三氯甲烷为萃取剂，将1份含5%DMAc的纺丝废水与1份萃取剂 同时定量送入多级塔式澄清槽，混合溶液在搅拌作用下发生15级逆流 萃取。萃取剂萃取出纺丝废水中的全部DMAc，形成的萃取相由三氯甲 烷和DMAc组成;萃余相主要由盐和水组成，含少量的三氯甲烷。萃取 相从塔式澄清槽底部排出后进入精馏塔，精馏塔中绝对压力恒定在 50kPa，塔底温度恒定在150℃，塔顶冷凝液的回流比控制在0.5，三 氯甲烷和DMAc发生精密分离。塔底经精馏分离得到的DMAc产品，含 水率低于200ppm，塔顶三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用。萃 余相从塔式澄清槽顶部排出后，进入汽提塔，通入过热蒸汽汽提出萃 余相中少量的三氯甲烷，三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用， 汽提塔底排出的废水中三氯甲烷的浓度低于0.8ppm。整个回收过程中， 纺丝废水中DMAc的回收率极高，达到99.1%。塔底出料的DMAc纯度极 高，能用于芳香族聚酰胺纤维的溶液聚合湿法纺丝。
实施例2：
以三氯甲烷为萃取剂，将1份含15%DMAc的纺丝废水与1.5份萃 取剂同时定量送入多级塔式澄清槽，混合溶液在搅拌作用下发生20级 逆流萃取。萃取剂萃取出纺丝废水中的全部DMAc，形成的萃取相由三 氯甲烷和DMAc组成;萃余相主要由盐和水组成，含少量的三氯甲烷。 萃取相从多级塔式澄清槽底部排出后进入精馏塔，精馏塔中绝对压力 恒定在20kPa，塔底温度恒定在120℃，塔顶冷凝液的回流比控制在0.2， 三氯甲烷和DMAc发生精密分离。塔底经精馏分离得到的DMAc含水率 低于200ppm，塔顶三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用。萃余相 从多级塔式澄清槽顶部排出后，进入汽提塔，通入过热蒸汽汽提出萃 余相中少量的三氯甲烷，三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用， 汽提塔底排出的废水中三氯甲烷的浓度低于0.8ppm。整个回收过程中， 纺丝废水中DMAc的回收率极高，达到99.2%。塔底出料的DMAc纯度极 高，能用于芳香族聚酰胺纤维的溶液聚合湿法纺丝。
实施例3：
以三氯甲烷为萃取剂，将1份含15%DMAc的纺丝废水与2.5份萃 取剂同时定量送入多级塔式澄清槽，混合溶液在搅拌作用下发生10级 逆流萃取。萃取剂萃取出纺丝废水中的全部DMAc，形成的萃取相由三 氯甲烷和DMAc组成;萃余相主要由盐和水组成，含少量的三氯甲烷。 萃取相从多级塔式澄清槽底部排出后进入精馏塔，精馏塔中绝对压力 恒定在20kPa，塔底温度恒定在120℃，塔顶冷凝液的回流比控制在0.2， 三氯甲烷和DMAc发生精密分离。塔底经精馏分离得到的DMAc含水率 低于200ppm，塔顶三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用。萃余相 从多级塔式澄清槽顶部排出后，进入汽提塔，通入过热蒸汽汽提出萃 余相中少量的三氯甲烷，三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用， 汽提塔底排出的废水中三氯甲烷的浓度低于0.8ppm。整个回收过程中， 纺丝废水中DMAc的回收率极高，达到99.2%。塔底出料的DMAc纯度极 高，能用于芳香族聚酰胺纤维的溶液聚合湿法纺丝。
实施例4：
以三氯甲烷为萃取剂，将1份含30%DMAc的纺丝废水与2.5份萃 取剂同时定量送入多级塔式澄清槽，混合溶液在搅拌作用下发生15级 逆流萃取。萃取剂萃取出纺丝废水中的全部DMAc，形成的萃取相由三 氯甲烷和DMAc组成;萃余相主要由盐和水组成，含少量的三氯甲烷。 萃取相从多级塔式澄清槽底部排出后进入精馏塔，精馏塔中绝对压力 恒定在10kPa，塔底温度恒定在100℃，塔顶冷凝液的回流比控制在0.2， 三氯甲烷和DMAc发生精密分离。塔底经精馏分离得到的DMAc含水率 低于200ppm，塔顶三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用。萃余相 从多级塔式澄清槽顶部排出后，进入汽提塔，通入过热蒸汽汽提出萃 余相中少量的三氯甲烷，三氯甲烷蒸气冷凝后作为萃取剂循环使用， 汽提塔底排出的废水中三氯甲烷的浓度低于0.8ppm。整个回收过程中， 纺丝废水中DMAc的回收率极高，达到99.6%。塔底出料的DMAc纯度极 高，能用于芳香族聚酰胺纤维的溶液聚合湿法纺丝。
实施例5：
以1，2-二氯乙烷为萃取剂，将1份含5%DMAc的纺丝废水与3份萃 取剂同时定量送入多级塔式澄清槽，混合溶液在搅拌作用下发生15级 逆流萃取。萃取剂萃取出纺丝废水中的全部DMAc，形成的萃取相由1，2- 二氯乙烷和DMAc组成;萃余相主要由盐和水组成，含少量的1，2-二氯 乙烷。萃取相从多级塔式澄清槽底部排出后进入精馏塔，精馏塔中绝 对压力恒定在10kPa，塔底温度恒定在100℃，塔顶冷凝液的回流比控 制在0.01，1，2-二氯乙烷和DMAc发生精密分离。塔底经精馏分离得到 的DMAc含水率低于200ppm，塔顶1，2-二氯乙烷蒸气冷凝后作为萃取 剂循环使用。萃余相从多级塔式澄清槽顶部排出后，进入汽提塔，通 入过热蒸汽汽提出萃余相中少量的1，2-二氯乙烷，1，2-二氯乙烷蒸气 冷凝后作为萃取剂循环使用，汽提塔底排出的废水中1，2-二氯乙烷的 浓度低于0.8ppm。整个回收过程中，纺丝废水中DMAc的回收率极高， 达到97%。塔底出料的DMAc纯度极高，能用于芳香族聚酰胺纤维的溶 液聚合湿法纺丝。
比较例：采用现有技术的蒸发精馏分离法，纺丝废水在蒸发釜内 加热到180℃，DMAC/水一起蒸发，盐留在了蒸发釜底。冷凝后的DMAC 和水混合溶液，进入精馏塔，精馏塔底在120℃的高温下，水和DMAc 发生精密分离。塔底出料的DMAc纯度高，能用于芳香族聚酰胺纤维的 溶液聚合湿法纺丝。
对在芳香族聚酰胺纤维生产过程从纺丝废水中提纯DMAc组分两种 方法——本发明的萃取精馏法和现有技术的蒸发精馏分离法的提纯结 果进行比较，如下表所示：
热负荷(Mkcal/hr) 回收得率(%) 含水率(ppm) 实施例1 0.61 99.1 180 实施例2 0.88 99.2 121 实施例3 1.50 99.2 57 实施例4 1.48 99.6 46 实施例5 3.70 97 185 比较例 5.72 76 400
从以上表中数据可以看出，本发明萃取剂的应用使得整个提纯过 程能耗下降了很多，回收得率增加了20%左右，节省了原料成本，并且 DMAc产品的含水率得到了进一步地降低。