本實(shí)用新型涉及纖維制造技術(shù)領(lǐng)域，具體為一種芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置。
背景技術(shù)：
N，N-二甲基乙酰胺英文簡(jiǎn)稱DMAC，分子式CH3CON(CH3)2，是一種強(qiáng)極性非質(zhì)子化溶劑和化工原料，具有熱穩(wěn)定性高、不易水解、腐蝕性低、毒性小等特點(diǎn)，在合成材料、醫(yī)藥、農(nóng)藥、化纖、石油加工及有機(jī)顏料等領(lǐng)域有著廣泛的應(yīng)用。
DMAC作為溶劑在芳綸纖維生產(chǎn)過程中的典型特征是：配量占比大，純度要求高，生產(chǎn)過程濃度稀釋。稀釋后的DMAC溶液不能夠作為工業(yè)廢水直接排放，區(qū)別于濃度區(qū)間，具有回收經(jīng)濟(jì)價(jià)值的溶液實(shí)施回收，循環(huán)使用，或采取環(huán)保處置措施，達(dá)標(biāo)排放。
DMAC回收技術(shù)如精餾、蒸發(fā)、萃取、膜分離等方式多樣，需要達(dá)到的目標(biāo)包括純度、收率、運(yùn)行能耗(成本)、投資等多方面綜合平衡。目前最為傳統(tǒng)的回收方法是蒸發(fā)提濃+精餾，工藝成熟，DMAC濃度高回收的單位能耗越低；DMAC濃度越低，則增加的蒸發(fā)提濃塔數(shù)遞增，單位能耗遞升，專利文獻(xiàn)可查已有四塔二效發(fā)展為七塔五效的回收裝置。
傳統(tǒng)的蒸發(fā)提濃+精餾工藝存在回收溶劑純度、單位能耗兩方面不能兼顧，特別是低濃度的溶劑回收，要實(shí)現(xiàn)回收溶劑純度達(dá)到化纖級(jí)循環(huán)使用，往往存在單位能耗大，回收成本高的問題，甚至出現(xiàn)回收成本超出采購(gòu)成本的倒掛，溶劑回收失去經(jīng)濟(jì)價(jià)值，只體現(xiàn)為環(huán)保效益?？傮w來(lái)說，DMAC回收的最終目標(biāo)是在確保環(huán)保生產(chǎn)的基礎(chǔ)上，以較少的投資、更低的單位能耗成本來(lái)實(shí)現(xiàn)回收的經(jīng)濟(jì)價(jià)值，為此在生產(chǎn)實(shí)踐中開發(fā)的許多實(shí)用新型技術(shù)，如發(fā)明專利申請(qǐng)?zhí)?01510254388.2采用的二次蒸汽加壓升溫技術(shù)、發(fā)明專利申請(qǐng)?zhí)朇N102993039A的膜回收提濃技術(shù)，均有良好的節(jié)能效果，但都存在設(shè)備一次投資大的綜合效益不佳問題。
技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本實(shí)用新型正是針對(duì)以上技術(shù)問題，提供一種芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置。該裝置用于DMAC在真空負(fù)壓操作下的精餾提純節(jié)能回收工藝技術(shù)，區(qū)別于傳統(tǒng)精餾塔頂微正壓力平衡的回收技術(shù)，可通過提高精餾塔的單位時(shí)間物料處理能力，來(lái)降低單位能耗，從而實(shí)現(xiàn)DMAC的回收能耗成本下降的效果。
本實(shí)用新型的技術(shù)方案為：
一種芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置，該裝置包括降膜蒸發(fā)器、汽液分離器、循環(huán)管蒸發(fā)器、刮膜蒸發(fā)器、蒸餾塔和精餾塔，降膜蒸發(fā)器通過管道與汽液分離器連接，汽液分離器的頂端通過管道與蒸餾塔連接，汽液分離器的底端通過管道與循環(huán)管蒸發(fā)器連接，循環(huán)管蒸發(fā)器的頂端通過管道與蒸餾塔連接，循環(huán)管蒸發(fā)器的底端通過管道與刮膜蒸發(fā)器連接，蒸餾塔的底端通過管道與再沸器一連接后再與精餾塔連接。
該裝置還包括鹽膏收集罐，刮膜蒸發(fā)器與鹽膏收集罐連接。
該裝置還包括冷凝器一、回流罐和蒸餾水貯槽，蒸餾塔的頂端通過管道與冷凝器與回流罐連接，回流罐與蒸餾水貯槽連接。
該裝置還包括冷凝器二，冷凝器一和回流罐通過管道均與冷凝器二連接，冷凝器二分別與精餾塔和回流塔連接，回流塔與精餾水貯槽連接。
該裝置還包括再沸器二，再沸器二與精餾塔連接。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本實(shí)用新型的有益效果為：
(一)、針對(duì)芳綸纖維生產(chǎn)以DMAC為溶劑的傳統(tǒng)蒸發(fā)提濃+精餾回收工藝裝置，提供一種芳綸纖維生產(chǎn)化纖級(jí)的DMAC真空回收裝置，通過小回流比和塔頂負(fù)壓操作，以實(shí)現(xiàn)塔釜重組分DMAC純度為目標(biāo)，放寬塔頂輕組分純度，加快傳質(zhì)速率和溜出量，提高蒸(精)餾塔的單位時(shí)間物料分離處理能力，來(lái)降低單位能耗，比較傳統(tǒng)蒸餾生產(chǎn)降低能耗成本15％以上；
(二)塔頂取出的非純輕組分(含部分重組分)產(chǎn)品，工藝優(yōu)化回收利用于芳綸纖維生產(chǎn)環(huán)節(jié)的凝固液(浴)配置。
附圖說明
圖1為本實(shí)用新型所述芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置的結(jié)構(gòu)示意圖。
其中，1——降膜蒸發(fā)器，2——汽液分離器，3——循環(huán)管蒸發(fā)器，4——刮膜蒸發(fā)器，5——鹽膏收集罐，6——蒸餾塔，7——冷凝器一，8——回流罐，9——蒸餾水貯槽，10——再沸器一，11——精餾塔，12——冷凝器二，13——回流塔，14——精餾水貯槽，15——再沸器二。
具體實(shí)施方式
為了使本實(shí)用新型中的發(fā)明內(nèi)容更加便于理解，下面將結(jié)合附圖和具體實(shí)施方式對(duì)本實(shí)用新型中所述生產(chǎn)方法做進(jìn)一步的闡述。但不應(yīng)將此理解為本實(shí)用新型上述主題的范圍僅限于下述實(shí)施例。
一種芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置，該裝置包括降膜蒸發(fā)器、汽液分離器、循環(huán)管蒸發(fā)器、刮膜蒸發(fā)器、蒸餾塔和精餾塔，降膜蒸發(fā)器通過管道與汽液分離器連接，汽液分離器的頂端通過管道與蒸餾塔連接，汽液分離器的底端通過管道與循環(huán)管蒸發(fā)器連接，循環(huán)管蒸發(fā)器的頂端通過管道與蒸餾塔連接，循環(huán)管蒸發(fā)器的底端通過管道與刮膜蒸發(fā)器連接，蒸餾塔的底端通過管道與再沸器一連接后再與精餾塔連接。
該裝置還包括鹽膏收集罐，刮膜蒸發(fā)器與鹽膏收集罐連接。
該裝置還包括冷凝器一、回流罐和蒸餾水貯槽，蒸餾塔的頂端通過管道與冷凝器與回流罐連接，回流罐與蒸餾水貯槽連接。
該裝置還包括冷凝器二，冷凝器一和回流罐通過管道均與冷凝器二連接，冷凝器二分別與精餾塔和回流塔連接，回流塔與精餾水貯槽連接。
該裝置還包括再沸器二，再沸器二與精餾塔連接。
利用以上所述裝置進(jìn)行一種芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收技術(shù)，包括以下工藝及技術(shù)步驟：
(1)、回收溶液蒸發(fā)提濃：收集的混合溶液(DMAC 5.0～50.0％、氯化鹽0～5.0％、水45.0～95.0％)依次送入降膜蒸發(fā)器、汽液分離器、循環(huán)管蒸發(fā)器、刮膜蒸發(fā)器，經(jīng)汽液分離后的含DMAC和水的氣相物料送入蒸餾塔，含氯化鹽結(jié)晶的液固相物料送氯化鹽干燥回收。
(2)、DMAC與水蒸餾：氣相DMAC和水送入蒸餾塔中部，在蒸餾塔中通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接冷凝器一間接冷凝后流入汽液分離器分離，冷凝液的回流比按塔頂冷凝液中DMAC含量調(diào)整，通過連通冷凝器一和分離器的真空抽氣管保持塔頂負(fù)壓操作，未回流的冷凝液送至蒸餾冷凝水貯桶作工藝用水，含量達(dá)到指標(biāo)要求的塔釜液送至精餾塔。操作控制指標(biāo)：塔頂壓力-0.65～-0.9KPa(表壓)，塔頂冷凝液組成H2O≥99.0％、DMAC≤1.0％，塔釜液組成DMAC≥95.0％、H2O≤5.0％。
(3)、DMAC精餾：蒸餾塔釜液送入精餾塔，通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接冷凝器二間接冷凝后流入汽液分離器分離，冷凝液的回流比按塔頂冷凝液中DMAC含量調(diào)整，通過連通冷凝器二和分離器的真空抽氣管保持塔頂負(fù)壓操作，未回流的冷凝液送至蒸餾冷凝水貯桶作工藝用水，含量達(dá)到指標(biāo)要求的塔釜液出料經(jīng)過濾干燥后貯存循環(huán)使用。精餾塔操作控制指標(biāo)：塔頂壓力-0.65～-0.09KPa(表壓)，塔頂冷凝液組成H2O≥99.0％、DMAC≤1.0％；塔釜液組成DMAC≥99.9％、H2O≤100PPM。
實(shí)施例1：
采用實(shí)施方式中所述的芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置，進(jìn)行芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收，包括以下步驟：
(1)、芳綸纖維生產(chǎn)過程收集的混合溶液其中DMAC 15％、氯化鹽0.5％、水84.5％，依次送入降膜蒸發(fā)器、循環(huán)管蒸發(fā)器、刮膜蒸發(fā)器，汽液分離后的含DMAC和水的氣相物料送入精餾塔，含氯化鹽結(jié)晶的液固相物料送氯化鹽干燥回收。
(2)、送入蒸餾塔的水和DMAC蒸汽，在蒸餾塔中通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接冷凝器間接冷凝后流入汽液分離器分離，冷凝液的回流比按塔頂冷凝液中DMAC含量≤1％調(diào)整，通過連接在冷凝器和分離器的真空抽氣管保持塔頂負(fù)壓操作，指標(biāo)DMAC含量≤1％的未回流的冷凝液送至蒸餾冷凝水貯槽作工藝用水，塔釜液達(dá)到指標(biāo)H2O≤5％后連續(xù)或間斷過料至精餾塔。操作控制指標(biāo)：塔頂壓力-0.65～-0.9KPa(表壓)，塔頂取出冷凝液組成H2O≥99％、DMAC≤1％，塔釜取出液組成DMAC≥99.0％、H2O≤5.0％。
(3)、蒸餾塔釜液送入精餾塔，通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離提純，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接冷凝器間接冷凝后流入汽液分離器分離，冷凝液的回流比按塔頂冷凝液中DMAC含量≤1％調(diào)整，通過連接在冷凝器和分離器的真空抽氣管保持塔頂負(fù)壓操作，指標(biāo)DMAC含量≤1％的未回流的冷凝液送至精餾冷凝水貯槽，塔釜液達(dá)到指標(biāo)DMAC≥99.9％、H2O≤100PPM要求后連續(xù)或間斷出料，經(jīng)過濾干燥后貯存循環(huán)使用。操作控制指標(biāo)：塔頂壓力-0.65～-0.9KPa(表壓)，塔頂冷凝液組成H2O≥99.0％、DMAC≤1.0％，塔釜液組成DMAC≥99.9％、H2O≤100PPM。
(4)、48小時(shí)運(yùn)行查定：回收DMAC產(chǎn)量：1.00t/h、蒸汽消耗5.50t/h、電耗300.0KWh/t、新鮮補(bǔ)充水10.0t/t；折DMAC回收成本(5.5*260+300*0.65+10*3.00)/1.00＝1655元/t。(按蒸汽260元/t、電0.65元/KWh、水3.00元/t)
實(shí)施例2：
采用實(shí)施方式中所述的芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收裝置，進(jìn)行芳綸纖維生產(chǎn)的溶劑DMAC真空回收，包括以下步驟：
(1)、芳綸纖維生產(chǎn)過程收集的混合溶液其中DMAC 15％、氯化鹽0.5％、水84.5％，依次送入降膜蒸發(fā)器、循環(huán)管蒸發(fā)器、刮膜蒸發(fā)器，汽液分離后的含DMAC和水的汽相物料送入精餾塔，含氯化鹽結(jié)晶的液固相物料送氯化鹽干燥回收。
(2)、送入蒸餾塔的水和DMAC蒸汽，在蒸餾塔中通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接分冷凝器部分冷凝，冷凝后的冷凝液全回流調(diào)控組分，穩(wěn)定指標(biāo)DMAC含量≤1％，保持塔頂壓力微正壓，未冷凝的剩余溜出物連接塔頂全冷凝器，冷凝后的冷凝液送至蒸餾冷凝水貯槽作工藝用水，塔釜液達(dá)到指標(biāo)H2O≤5％后連續(xù)或間斷過料至精餾塔。操作控制指標(biāo)：塔頂壓力微正壓(表壓)，塔頂取出冷凝液組成H2O≥99.0％、DMAC≤1.0％，塔釜取出液組成DMAC≥99.0％、H2O≤5.0％。
(3)、蒸餾塔釜液送入精餾塔，通過傳熱傳質(zhì)，利用沸點(diǎn)的差異分離提純，塔頂溜出物為輕組分水，塔底釜液為DMAC；塔頂溜出物連接分冷凝器部分冷凝，冷凝后的冷凝液全回流調(diào)控組分，穩(wěn)定指標(biāo)DMAC含量≤1％，保持塔頂壓力微正壓，未冷凝的剩余溜出物連接塔頂全冷凝器，冷凝后的冷凝液送至蒸餾冷凝水貯槽作工藝用水，塔釜液達(dá)到指標(biāo)DMAC≥99.9％、H2O≤100PPM要求后連續(xù)或間斷出料，經(jīng)過濾干燥后貯存循環(huán)使用。操作控制指標(biāo)：塔頂壓力微正壓(表壓)，塔頂冷凝液組成H2O≥99.0％、DMAC≤1.0％，塔釜液組成DMAC≥99.9％、H2O≤100PPM。
(4)、48小時(shí)運(yùn)行查定：回收DMAC產(chǎn)量：0.90t/h；生蒸汽消耗6.10t/h、電耗263.0KWh/t、新鮮水11.0t/t；折DMAC回收成本(6.10*260+266.0*0.65+11*3.00)/0.90＝1991元/t。(按蒸汽260元/t、電0.65元/KWh、水3.00元/t)
實(shí)施例比較表