專利名稱：芳族羧酸生產(chǎn)中回收乙酸和水的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種在芳族羧酸生產(chǎn)中回收溶劑的方法，特別是涉及一種芳烴羧酸的生產(chǎn)過程中，采用集成的節(jié)能分離工藝回收乙酸和水的方法。
背景技術(shù)：
傳統(tǒng)的芳烴羧酸生產(chǎn)過程，通常采用高壓下烷基芳烴液相空氣氧化獲得。烷基芳烴液相氧化是在含有低級脂肪羧酸的水相介質(zhì)和金屬催化劑體系存在下，芳烴上的烷基逐步氧化生成醛和羧酸，最終得到芳烴羧酸。
烷基芳烴的氧化過程將產(chǎn)生大量的熱量，為了保持反應(yīng)過程溫度的穩(wěn)定，通常采用含水的低級脂肪羧酸(如乙酸)蒸發(fā)方式將熱量移出。移出的低級脂肪羧酸和水的混合物通過塔頂冷凝器冷卻，然后將冷凝后的液體溶劑回流反應(yīng)器再利用。隨著氧化反應(yīng)的進(jìn)行，反應(yīng)器中水的含量將逐步增加，為保持反應(yīng)器內(nèi)水分含量的穩(wěn)定，通常將反應(yīng)器上部冷凝的蒸汽一部分回流反應(yīng)器，一部分進(jìn)入低級脂肪羧酸和水的分離系統(tǒng)，將低級脂肪羧酸、 水進(jìn)行分離后，低級脂肪羧酸再循環(huán)利用。近年來，隨著節(jié)能減排要求的提高，進(jìn)一步降低低級脂肪羧酸和水的分離用能，提高分離水質(zhì)量，使更多的水能夠再利用，已經(jīng)成為人們關(guān)注的焦點(diǎn)。
在芳烴羧酸生產(chǎn)過程中，低級脂肪羧酸用作溶劑溶解芳烴羧酸和催化劑，在生產(chǎn)系統(tǒng)中用量較大，因此，低級脂肪羧酸的消耗通常作為控制的指標(biāo)之一，而為了提高水的利用率，如何更加合理、高效的分離水，使水中有機(jī)物的含量滿足循環(huán)利用的水平就成為關(guān)鍵。
芳烴羧酸生產(chǎn)過程中，低級脂肪羧酸多 數(shù)采用直鏈C2-C6單元羧酸，如乙酸、丙酸、丁酸、異丁酸、戊酸和己酸，其中乙酸是最常用的溶劑。但是由于乙酸和水沸點(diǎn)較接近， 當(dāng)乙酸水混合物中乙酸含量很低時(shí)，兩者分離難度急劇增加。目前乙酸和水分離的方法有三種，普通的精餾方法、共沸精餾方法和液-液萃取方法。
在芳烴羧酸生產(chǎn)過程，特別是對苯二甲酸的生產(chǎn)過程中，乙酸和水的精餾分離，通常是不同生產(chǎn)階段的多股物料進(jìn)入到精餾塔中，進(jìn)行乙酸和水分離，塔頂理想狀態(tài)是獲取純水，而塔底是獲取有價(jià)值的乙酸。但是，由于在高水濃度條件下，乙酸、水汽液呈高度非理想特性，因此，為達(dá)到高的水純度，傳統(tǒng)的精餾系統(tǒng)需要很多理論板數(shù)，導(dǎo)致的能量消耗高。
為實(shí)現(xiàn)操作成本的最低化，普通精餾塔的塔頂水中乙酸含量通?？刂圃诖笥?O. 8%。這些水中由于含有較高濃度的有機(jī)副產(chǎn)物，常常無法進(jìn)行水的循環(huán)再利用，只能作為廢水進(jìn)入廢水處理廠處理。因此，傳統(tǒng)的精餾系統(tǒng)存在塔板數(shù)多，能量消耗大，水的分離純度低，投入建設(shè)成本高，操作費(fèi)用高等問題。
近年來，人們更有意于開發(fā)節(jié)能精餾新工藝。非均相精餾技術(shù)被認(rèn)為是一種更高效的節(jié)能分離方法而受到關(guān)注。非均相精餾技術(shù)通常包括液-液萃取和共沸精餾的分離方法，液-液萃取工藝分離乙酸、水多見報(bào)道，通常它用于分離乙酸濃度在O. 1—20%的水溶液，采用的萃取劑是酯類、胺類、酮類和磷氧類。
液-液萃取工藝US3878241和US5167744都有所描述。US3878241是以1，2_ 二嗎啉乙烷作為萃取劑，用23塊塔板的萃取精餾塔分離50%(wt)的乙酸溶液，塔頂壓力O. 5大氣壓。該專利的最大特點(diǎn)是可以使塔頂產(chǎn)物水中含乙酸控制在O. 01%(wt)。US5167744用二甲基亞砜、環(huán)丁砜、二甲基甲酰胺、二甲基丙酰胺、已二腈等含氮或含硫的化合物作為萃取劑，發(fā)明的主要特點(diǎn)是選用的含氮化合物具有很高的相對揮發(fā)度，用于乙酸水的分離過程中，可以實(shí)現(xiàn)分離塔塔頂乙酸含量小于1%的目標(biāo)。
人們致力于尋找更加高效的分離手段，與傳統(tǒng)的精餾相比，共沸精餾在乙酸的脫水分離中，可節(jié)約能量20-40%。共沸精餾工藝用于分離乙酸、水的方法，US2050234, US4250330, CN1907940A, CN101445444A, CN101312936A 都有所描述。專利 GB1576787 認(rèn)為乙酸正丁酯(沸點(diǎn)126. 2°C)特別適合于乙酸、水的分離，這是由于它可以使共沸精餾塔回流比較小，這樣就減少了分離所需的能量。專利認(rèn)為，從回流比的角度，不適合采用沸點(diǎn)相對低的共沸物，如乙酸異丁酯(沸點(diǎn)117°C)。
在芳烴羧酸生產(chǎn)過程中，由于精餾塔分離的乙酸部分要回流到羧酸氧化反應(yīng)系統(tǒng)，因此,最終精餾塔塔底分離的乙酸中可以含有5%左右的水。US4250330考慮這方面的因素，分析認(rèn)為當(dāng)塔底組分水含量在5-10%條件下，采用乙酸異丁酯作為共沸劑具有更好的效果。專利US4250330不希望采用乙酸正丙酯(沸點(diǎn)101°C )，專利認(rèn)為由于乙酸正丙酯的使用，使很多水夾帶在絡(luò)合物中，因此，專利優(yōu)選乙酸異丁酯。
CN101445444A專利是在以乙酸正丙酯為共沸劑精餾塔的基礎(chǔ)上，增設(shè)一個(gè)萃取塔，使共沸精餾塔塔頂?shù)乃嘣谶M(jìn)入后面的溶劑回收塔前，先進(jìn)行萃取，以提取其中的酸和酯類。該方法降低了后續(xù)溶劑回收塔的分離負(fù)荷，節(jié)約了能量。
CN101312936專利考慮到進(jìn)入乙酸水分離的物料流股的組成變化較大，提出了在共沸精餾塔前 部增加萃取塔的工藝方法。采用此方法可以將部分含水濃度較大的物料進(jìn)行提濃處理，降低了分離過程的操作費(fèi)用。結(jié)合共沸精餾塔和萃取塔，專利優(yōu)選分離劑是乙酸異丁酯，乙酸正丁酯，乙酸異丙酯，乙酸正丙酯。共沸精餾塔頂水中有機(jī)物含量通常為 600-1000ppm，其中乙酸含量在 500_800ppm。
CN1907940考慮到進(jìn)入精餾塔物料流股中含有的對二甲苯，由于很難在分離過程中清除，導(dǎo)致生產(chǎn)操作費(fèi)用上升，并且采用系統(tǒng)外的共沸劑增加了對系統(tǒng)的污染，生產(chǎn)中由于采用酯類共沸劑，使得分離物料中夾帶部分醇類化合物，這些物質(zhì)在精餾塔內(nèi)的積累，增加了乙酸水分離的難度和分離的效果。專利認(rèn)為采用芳烴為共沸劑的分離過程可以很好的解決上述問題。其中專利優(yōu)選對二甲苯作為乙酸、水分離的共沸劑，但是，由于共沸物與芳烴羧酸生產(chǎn)過程產(chǎn)生的乙酸甲酯等化合物也較易形成共沸物，因此，分離需要采用較高回流比，消耗能量較大，同時(shí)，精餾塔頂水中有機(jī)物的含量較高，其中乙酸含量將大于O. 5%。
在上述的共沸精餾專利技術(shù)中，為了回收利用塔頂水，通常將共沸精餾分離后的水相物料進(jìn)入溶劑回收系統(tǒng)分離提純。由于水相中含有水、乙酸和共沸劑三個(gè)組分，因此， 為達(dá)到分離目的，溶劑回收系統(tǒng)需要采用兩塔精餾工藝，每個(gè)塔均配備再沸器和冷凝器。首先水相物料進(jìn)入到溶劑回收前塔中，塔底得到水，而塔頂物料經(jīng)過冷凝后進(jìn)入溶劑回收塔， 塔頂?shù)玫揭宜峒柞?，塔底的到共沸劑。但是，總體上，都存在乙酸回收率低、蒸汽消耗過多以及由于廢水中高濃度的乙酸、乙酸甲酯而產(chǎn)生的高廢水量和高額廢水處理費(fèi)用等弊端。而且，原料流股中未反應(yīng)的芳烴進(jìn)入脫水單元，導(dǎo)致芳烴羧酸的低產(chǎn)率。共沸精餾塔頂水溶液中，乙酸含量也只能夠控制在500-800ppm，無法滿足水循環(huán)利用的目標(biāo)。
目前芳烴羧酸工業(yè)化生產(chǎn)中，傾向于氧化反應(yīng)中采用低水含量溶劑，這就要求反應(yīng)產(chǎn)生的水更多從反應(yīng)器中移出，也就意味著進(jìn)入乙酸、水精餾塔的流股中的水含量將增加，也增加了分離操作費(fèi)用。因此，需要在降低分離用能量的同時(shí)，進(jìn)一步降低水中有機(jī)物的含量，提高水的利用率。發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于提供一種從芳烴羧酸生產(chǎn)過程中回收乙酸和水的方法，特別是在對苯二甲酸生產(chǎn)過程中，回收利用乙酸和水的方法，本發(fā)明方法能夠降低水中有機(jī)物的含量，具有低能耗、低操作成本的優(yōu)勢，可以用于芳烴羧酸生產(chǎn)過程中已有共沸精餾的改造或新型生產(chǎn)裝置的建設(shè)。
本發(fā)明所采用的技術(shù)方案如下一種芳烴羧酸生產(chǎn)中回收乙酸和水的方法，其特征在于采用四塔組合的分離工藝，包括順序相連的萃取塔、共沸精餾塔、溶劑提取前塔和溶劑提取塔，待分離物料經(jīng)萃取、共沸精餾和溶劑分離得到水和乙酸；所述的方法包括以下步驟1)水含量>45%的物料經(jīng)萃取塔進(jìn)行萃取分離，采用沸點(diǎn)介于乙酸仲丁酯和乙酸正丙酯沸點(diǎn)之間的乙酸酯為萃取劑，塔頂為富積乙酸的萃取劑，進(jìn)入共沸精餾塔，塔底為富水萃余物流，進(jìn)入溶劑提取前塔；2)水含量10-45%的物料直接進(jìn)入共沸精餾塔，與步驟I)的塔頂物料在共沸精餾塔內(nèi)進(jìn)行共沸 精餾分離，共沸精餾塔塔頂冷凝液分相后，有機(jī)相部分回流到共沸精餾塔塔頂，部分作為萃取劑循環(huán)返回萃取塔，水相與步驟I)萃取塔塔底物料合并后進(jìn)入溶劑提取前塔; 塔底物料為回收乙酸；3)步驟I)萃取塔塔底物料與步驟2)共沸精餾塔塔頂冷凝液的水相合并后進(jìn)入溶劑提取前塔，溶劑提取前塔和溶劑提取塔組成溶劑回收塔系統(tǒng)，其中溶劑提取前塔不設(shè)冷凝器和再沸器，共用溶劑回收塔的再沸器和冷凝器；溶劑提取前塔塔底物料直接進(jìn)入溶劑回收塔，與溶劑回收塔內(nèi)的蒸汽交換熱量后，部分蒸汽進(jìn)入溶劑提取前塔底部；溶劑提取前塔塔頂蒸汽直接進(jìn)入溶劑回收塔，與溶劑回收塔內(nèi)的回流液交換熱量后，部分回流液進(jìn)入溶劑提取前塔頂部；經(jīng)溶劑回收塔分離后，塔底回收水。
所述的萃取劑包括乙酸仲丁酯、乙酸正丙酯、乙酸正丁酯或乙酸異丁酯中的一種或幾種。
所述的共沸劑采用與萃取劑相同的有機(jī)物。
本發(fā)明所述的四塔流程的組合工藝，包括萃取塔、共沸精餾塔、溶劑提取前塔和溶劑提取塔。萃取塔的設(shè)置主要是用于分離不同的水含量的流股物料，以達(dá)到降低生產(chǎn)操作成本，節(jié)約分離用能量的目的。
首先將水含量> 45%，通常為45-70%水含量的物料流股進(jìn)入萃取塔的頂部，并與自萃取塔底部向上流動(dòng)的萃取劑接觸，萃取其中含有的乙酸、微量反應(yīng)副產(chǎn)物如乙酸甲酯等有機(jī)物，萃取塔底的富水萃余物流直接進(jìn)入共沸精餾塔后的溶劑提取塔系統(tǒng)，萃取塔頂部的物料主要為萃取劑，其中含有微量副產(chǎn)物(乙酸甲酯)和乙酸，作為富積乙酸的物料流股進(jìn)入共沸精餾塔。而水含量為10-45%的流股物料直接進(jìn)入共沸精餾塔，在共沸精餾塔內(nèi)通過和共沸劑形成的共沸物，達(dá)到較低能量下的乙酸和水的分離。
本發(fā)明進(jìn)一步提高乙酸和水分離效率和降低生產(chǎn)操作成本的方法，是萃取和共沸精餾采用統(tǒng)一的、成本低廉的分離劑，這樣減少了生產(chǎn)過程干擾，簡化工藝流程和設(shè)備，降低了分離的難度；同時(shí)，成本低廉的分離劑在相同的消耗用量下，明顯降低操作成本。所述的分離劑(萃取劑和共沸劑)是乙酸仲丁酯、乙酸正丙酯或其它沸點(diǎn)介于乙酸仲丁酯和乙酸正丙酯之間的乙酸酯，如乙酸正丁酯或乙酸異丁酯，優(yōu)選是乙酸仲丁酯。
所述的共沸精餾塔塔底物料回收乙酸，其水含量為5_10%，可回流到羧酸氧化反應(yīng)系統(tǒng)循環(huán)利用。
本發(fā)明進(jìn)一步提高乙酸和水分離效率的方法是在對經(jīng)萃取和/或共沸精餾后的乙酸和水混合物進(jìn)一步分離提純時(shí)，采用集成的兩塔組合的溶劑回收塔系統(tǒng)，取消溶劑提取前塔的冷凝器和再沸器。本發(fā)明方法是利用溶劑回收塔中上升蒸汽與溶劑提取前塔中的回流液，以及溶劑提取前塔的塔頂蒸汽與溶劑回收塔中的回流液接觸，進(jìn)行熱量和質(zhì)量的交換。經(jīng)溶劑回收塔系統(tǒng)分離后，溶劑提取塔采出分離后的各物料流股，塔底得到高純度的回收水，其中水中有機(jī)物的含量降低到IOOppm或更少。
溶劑提取塔有機(jī)物組分的采出可采取兩種方式，一種方式是溶劑提取塔塔頂?shù)玫接袡C(jī)副產(chǎn)物(如乙酸甲酯)和共沸劑的混合物；另一種方式是溶劑提取塔設(shè)置側(cè)線出料口， 塔頂?shù)玫接袡C(jī)副產(chǎn)物(乙酸甲酯)，中部側(cè)線出料口得到共沸劑。溶劑提取塔分離后的共沸劑送至共沸精餾塔循環(huán)利用。
本發(fā)明再進(jìn)一步改善分離效果的方法是在共沸精餾塔內(nèi)，采用高效的規(guī)整填料塔內(nèi)件替代板式填料，這樣塔高明顯降低。如傳統(tǒng)板式精餾塔采用71塊塔板，而用乙酸仲丁酯作為共沸劑、采用規(guī)整填料的共沸精餾塔為45塊理論塔板。
本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)如下I)采用四塔工藝組合的工藝，適合于分離水含量為10-70%的流股物料。
2)不同的水含量的流股物料采用不同的處理工藝，其中含水量較高的物料先進(jìn)行萃取，其中的有機(jī)物富集后再進(jìn)行共沸精餾，含水量較低的物料直接進(jìn)行共沸精餾，以降低生產(chǎn)操作成本，節(jié)約分離用能量。
3)萃取和共沸精餾采用相同的有機(jī)物作為萃取劑和共沸劑，并在工藝流程中回收利用。
4)共沸精餾塔塔頂分離得到的萃取劑部分回流到共沸精餾塔塔頂，水相進(jìn)入兩塔組合的溶劑回收塔系統(tǒng)，溶劑回收塔系統(tǒng)采用集成的節(jié)能組合工藝，溶劑回收塔底物料-水中有機(jī)物的含量約為lOOppm。
采用本發(fā)明分離回收乙酸和水，可以得到芳烴羧酸生產(chǎn)系統(tǒng)接受的乙酸和水，其中水中含有的有機(jī)物的量約為IOOppm或更少；同時(shí)，生產(chǎn)所采用的共沸劑低成本，使生產(chǎn)操作費(fèi)用大大降低；再次，與現(xiàn)有技術(shù)中的共沸精餾方法相比，大大降低達(dá)到分離目標(biāo)的再沸器和冷凝器所需的能量，在共沸精餾的基礎(chǔ)上能夠進(jìn)一步節(jié)約能量30-50%。
總之，本發(fā)明方法分離回收芳烴羧酸生產(chǎn)中的乙酸和水，水中有機(jī)物的含量 (lOOppm，與回收乙酸均可在芳烴羧酸生產(chǎn)系統(tǒng)中利用，降低了生產(chǎn)過程的酸耗和廢水排放量；分離劑成本低，工藝合理，分離過程節(jié)能、高效，生產(chǎn)過程能量消耗節(jié)約20-30%，操作費(fèi)用降低10-20%。


圖1為本發(fā)明的四塔流程分離芳烴羧酸生產(chǎn)中乙酸和水的流程圖之一。
圖2為本發(fā)明的四塔流程分離芳烴羧酸生產(chǎn)中乙酸和水的流程圖之二。
具體實(shí)施方式
下面結(jié)合附圖對本發(fā)明進(jìn)行詳細(xì)描述。本發(fā)明的保護(hù)范圍并不以具體實(shí)施方式
為限，而是由權(quán)利要求加以限定。
圖1和圖2為本發(fā)明的四塔流程的乙酸和水的分離回收方法工藝流程示意圖，分離的原料分別來自于制取芳烴羧酸氧化反應(yīng)器頂部冷凝液抽出部分，結(jié)晶器頂部蒸汽等。
由于在不同階段中產(chǎn)生的待處理的物料中水含量不同，因此，將水含量高的至少一股物料流股I從頂部加入到萃取塔601內(nèi)，在萃取塔601內(nèi)通過與來自流股9的萃取劑逆向多級接觸，流股I中的乙酸等有機(jī)物逐步在萃取劑內(nèi)富積，最后在萃取塔601頂部形成主要含有乙酸、萃取劑的物料流股2，其中還包含微量氧化反應(yīng)的副產(chǎn)物，如對苯二甲酸生產(chǎn)中的乙酸甲酯，然后物料2進(jìn)入共沸精餾塔602。
萃取塔601底部為富水萃余物流股10，與來自共沸精餾塔602塔頂水相流股11混合后，進(jìn)入共沸精餾塔602后的溶劑提取前塔603，進(jìn)一步分離提純水。
自底部進(jìn)入萃取塔601的萃取劑流股9是由共沸精餾塔602頂部傾析器8中部分油相流股92和補(bǔ)充的萃取劑93混合 組成。為達(dá)到更好的分離效果，混合形成的萃取劑流股9可以是來自流股92和93的兩種不同萃取劑組成，也可以利用共沸精餾塔602內(nèi)的共沸劑。本發(fā)明推薦的方式是利用共沸精餾塔內(nèi)的共沸劑，所述的共沸劑可以是乙酸正丙酯、 乙酸正丁酯、乙酸異丁酯或乙酸仲丁酯。在實(shí)施例中采用了本發(fā)明推薦的分離性能較佳的乙酸仲丁酯。
來自芳烴羧酸生產(chǎn)過程中的其它流股3和流股4直接進(jìn)入共沸精餾塔602。
在共沸精餾塔602中，由于共沸劑與水容易形成低沸點(diǎn)的共沸物，因此，改變了共沸精餾塔602內(nèi)乙酸和水汽液相中的相對揮發(fā)度，從而更加容易地實(shí)現(xiàn)了乙酸和水的分離。共沸精餾塔602分離的熱量來自于塔底的再沸器50，通過再沸器50將共沸精餾塔602 塔底液體物料52部分加熱汽化，形成上升蒸汽物料51，加熱熱負(fù)荷可由塔底物料5中乙酸分離純度決定。
共沸精餾塔602內(nèi)上升的蒸汽和塔內(nèi)回流液逐級接觸，并進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)過程，最后在共沸精餾塔602塔頂，蒸汽流股6進(jìn)入頂部冷凝器60進(jìn)行相變熱量交換。冷凝后流股 7以液體形式進(jìn)入傾析器8，形成的低沸點(diǎn)共沸物冷凝液在傾析器8內(nèi)低溫靜置分層，共沸物組分的濃度重新分配，形成明顯分層的油、水兩相。輕組分的油相置于傾析器8上層，主要含有共沸劑、有機(jī)副產(chǎn)物，這些液體一部分通過流股91回流至共沸精餾塔602塔頂，另外一部分流股92與補(bǔ)充的萃取劑流股93混合，作為萃取劑流股9從萃取塔601底部進(jìn)入萃取塔601。
共沸精餾塔602頂部冷凝液中的重組分水相，含有水、有機(jī)副產(chǎn)物、少量共沸劑和微量乙酸。為得到有機(jī)物含量低的水，并對其中的共沸劑和有機(jī)副產(chǎn)物，如乙酸甲酯進(jìn)行回收利用，本發(fā)明采用雙塔組合的溶劑回收塔系統(tǒng)進(jìn)一步分離。
如圖1所示，首先將重組分的水相流股11和萃取塔601的富水萃余物流股10混合，然后進(jìn)入具有幾塊塔板數(shù)的溶劑回收前塔603，分離水和有機(jī)物。為節(jié)約分離用能，溶劑回收前塔603塔底料流股24直接進(jìn)入溶劑回收塔604，與溶劑回收塔604內(nèi)的蒸汽交換熱量后，產(chǎn)生的部分蒸汽通過流股23進(jìn)入溶劑回收前塔603;同樣，為節(jié)約分離用能，溶劑回收前塔603塔頂蒸汽流股22不經(jīng)過原有冷凝器，直接進(jìn)入溶劑回收塔604，部分冷凝液21 回流溶劑回收前塔603，而溶劑回收前塔603和溶劑回收塔604組成的溶劑回收塔系統(tǒng)整體，共用一臺(tái)再沸器61和一臺(tái)冷凝器62。溶劑回收塔604底部可以得到流股31，為有機(jī)物含量小于IOOppm的水。溶劑回收塔604頂部回收共沸劑和有機(jī)副產(chǎn)物，除經(jīng)過流股33部分回流外，通過流股32進(jìn)入傾析器8，回流共沸精餾塔602頂部。
溶劑回收塔系統(tǒng)的另一種實(shí)施方法，如圖2所示的工藝，將重組分的水相流股11 和經(jīng)過萃取塔601萃取處理的富水萃余物流股10混合，然后進(jìn)入溶劑回收前塔603，經(jīng)過具有幾塊塔板數(shù)的溶劑回收前塔603分離，將進(jìn)入溶劑回收前塔603物料中水和其它有機(jī)物進(jìn)行分離。為節(jié)約分離用能，溶劑回收前塔603塔底料流股15 (富含水)直接進(jìn)入溶劑回收塔604，與溶劑回收塔604內(nèi)的蒸汽交換熱量后，產(chǎn)生的部分蒸汽通過流股14進(jìn)入溶劑回收前塔603 ;同樣，為節(jié)約分離用能，溶劑回收前塔603塔頂蒸汽流股13不經(jīng)過原有冷凝器， 直接進(jìn)入溶劑回收塔604，部分冷凝液12回流溶劑回收前塔603，而溶劑回收前塔603和溶劑回收塔604組成的溶劑回收塔系統(tǒng)整體，共用一臺(tái)再沸器80和一臺(tái)冷凝器90。溶劑回收塔604底部可以得到流股18，為有機(jī)物含量小于IOOppm的水。為了將不同的有機(jī)物按照不同用途回收再利用，在溶劑回收塔604采用側(cè)線出料方式，在其中部提取分離得到共沸劑， 這股物料17進(jìn)入傾析器8回用，而塔頂除經(jīng)過流股16部分回流外，可以得到有機(jī)副產(chǎn)物流股19，如乙酸甲酯，可以直接作為產(chǎn)品外銷，也可以回流到氧化反應(yīng)器中，抑制氧化過程燃燒反應(yīng)的進(jìn)行，從而降低酸耗。
由于其中有機(jī)物含量大大低于傳統(tǒng)共沸精餾得到的水中有機(jī)物含量 (600-900ppm)水平，因此上述方法分離 得到的水可以在芳烴羧酸的生產(chǎn)系統(tǒng)中循環(huán)在利用，從而大大降低水的用量。而且，水中有機(jī)化合物乙酸的含量減少，提高了單位生產(chǎn)芳烴羧酸的溶劑使用率，降低了酸耗。
與傳統(tǒng)的共沸精餾技術(shù)相比，本發(fā)明的乙酸水分離回收的方法，具有如下的優(yōu)勢 I)生產(chǎn)過程能量消耗將節(jié)約20-30%。2)生產(chǎn)所采用的共沸劑，由于低成本使生產(chǎn)操作費(fèi)用降低10-20% ;3)分離提純的水中有機(jī)物的含量降低，不僅使污水排放量降低15%以上，同時(shí)降低了生產(chǎn)過程的酸耗。
以下實(shí)例對現(xiàn)有技術(shù)中乙酸和水的分離方法與本發(fā)明方法進(jìn)行對比。在對比例的描述中，與本發(fā)明相似的部份對照圖1所示的流程和附圖標(biāo)記進(jìn)行說明，不同的部分將會(huì)在描述中予以指出。
對比例I需要進(jìn)行乙酸、水分離的三個(gè)流股分別來自對苯二甲酸生產(chǎn)系統(tǒng)不同的單元，其中流股1，3，4工藝參數(shù)如下表I所示。根據(jù)各流股不同的物料狀態(tài)和水的濃度，傳統(tǒng)的共沸精餾塔602中各自的進(jìn)料位置見表I中所示。在共沸精餾塔602塔頂通過流股93 (無萃取塔)進(jìn)行共沸劑乙酸仲丁酯的補(bǔ)充，塔頂氣相組分經(jīng)冷凝器60冷凝成液相，然后在傾析器 8內(nèi)進(jìn)行非均相液體的靜置與分層，分層后傾析器8內(nèi)油相全部回流到共沸精餾塔602頂部，而水相物料的35%的回流到共沸精餾塔602頂部，其余的65%的物料進(jìn)入兩塔組成的溶劑回收塔系統(tǒng)(雙塔分別設(shè)有再沸器和冷凝器)。水相物料先進(jìn)入塔板數(shù)為10塊的板式溶劑回收前塔603，其中進(jìn)料在第6塊塔板。通過溶劑回收前塔603的分離，塔底得到純度為 99. 8%水，而塔頂產(chǎn)物進(jìn)入溶劑回收塔604進(jìn)一步分離以回收萃取劑，進(jìn)入溶劑回收塔604 在第10塊塔板位置，溶劑回收塔604總塔板數(shù)是23塊。在共沸精餾塔602釜底得到質(zhì)量濃度為95%的乙酸溶液，該股溶液循環(huán)到生產(chǎn)系統(tǒng)中進(jìn)行再利用。
整個(gè)系統(tǒng)分離相關(guān)數(shù)據(jù)見表3。
表 I
權(quán)利要求
1.一種芳烴羧酸生產(chǎn)中回收乙酸和水的方法，其特征在于 采用四塔組合的分離工藝，包括順序相連的萃取塔、共沸精餾塔、溶劑提取前塔和溶劑提取塔，待分離物料經(jīng)萃取、共沸精餾和溶劑分離得到水和乙酸； 所述的方法包括以下步驟 1)水含量>45%的物料經(jīng)萃取塔進(jìn)行萃取分離，采用沸點(diǎn)介于乙酸仲丁酯和乙酸正丙酯沸點(diǎn)之間的乙酸酯為萃取劑，塔頂為富積乙酸的萃取劑，進(jìn)入共沸精餾塔，塔底為富水萃余物流，進(jìn)入溶劑提取前塔； 2)水含量10-45%的物料直接進(jìn)入共沸精餾塔，與步驟I)的塔頂物料在共沸精餾塔內(nèi)進(jìn)行共沸精餾分離，共沸精餾塔塔頂冷凝液分相后，有機(jī)相部分回流到共沸精餾塔塔頂，部分作為萃取劑循環(huán)返回萃取塔，水相與步驟I)萃取塔塔底物料合并后進(jìn)入溶劑提取前塔；塔底物料為回收乙酸； 3)步驟I)萃取塔塔底物料與步驟2)共沸精餾塔塔頂冷凝液的水相合并后進(jìn)入溶劑提取前塔，溶劑提取前塔和溶劑提取塔組成溶劑回收塔系統(tǒng)，其中溶劑提取前塔不設(shè)冷凝器和再沸器，共用溶劑回收塔的再沸器和冷凝器；溶劑提取前塔塔底物料直接進(jìn)入溶劑回收塔，與溶劑回收塔內(nèi)的蒸汽交換熱量后，部分蒸汽進(jìn)入溶劑提取前塔底部；溶劑提取前塔塔頂蒸汽直接進(jìn)入溶劑回收塔，與溶劑回收塔內(nèi)的回流液交換熱量后，部分回流液進(jìn)入溶劑提取前塔頂部；經(jīng)溶劑回收塔分離后，塔底回收水。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于所述的萃取劑為乙酸仲丁酯、乙酸正丙酯、乙酸正丁酯或乙酸異丁酯中的一種或幾種。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于所述的萃取劑為乙酸仲丁酯。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于所述的共沸劑采用與萃取劑相同的有機(jī)物。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于所述的共沸精餾塔塔底物料為回收乙酸，其水含量為5-10%。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于溶劑提取塔塔底回收水中，有機(jī)物的含量彡lOOppm。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于溶劑提取塔塔頂采出共沸劑。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于溶劑提取塔中部側(cè)線采出共沸劑。
9.根據(jù)權(quán)利要求7或8所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于溶劑提取塔分離后的共沸劑送至共沸精餾塔循環(huán)利用。
10.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收乙酸和水的方法，其特征在于所述的共沸精餾塔內(nèi)，采用規(guī)整填料塔內(nèi)件。
全文摘要
一種芳烴羧酸生產(chǎn)中回收乙酸和水的方法，采用四塔組合的分離工藝，包括順序相連的萃取塔、共沸精餾塔、溶劑提取前塔和溶劑提取塔，物料經(jīng)萃取、共沸精餾和溶劑分離得到水和乙酸；其中含水量較高的物料先萃取后再與其它物料合并進(jìn)行共沸精餾，萃取和共沸精餾采用相同的乙酸酯分離劑，溶劑回收塔系統(tǒng)采用集成的節(jié)能組合工藝。本發(fā)明方法分離回收芳烴羧酸生產(chǎn)中的乙酸和水，水中有機(jī)物的含量≤100ppm，與回收乙酸均可在芳烴羧酸生產(chǎn)系統(tǒng)中利用，降低了生產(chǎn)過程的酸耗和廢水排放量；分離劑成本低，工藝合理，分離過程節(jié)能、高效，能耗節(jié)約20-30%，操作費(fèi)用降低10-20%。
文檔編號(hào)C07C53/08GK103012102SQ20111028826
公開日2013年4月3日 申請日期2011年9月27日 優(yōu)先權(quán)日2011年9月27日
發(fā)明者劉建新, 劉波, 柏基業(yè), 陳韶輝, 孟海, 邢躍軍, 朱偉, 周永兵, 錢學(xué)勤, 肖翔 申請人:中國石油化工股份有限公司, 中國石化揚(yáng)子石油化工有限公司