一种复合溶剂从水溶液中萃取回收酰胺的方法

摘要

本发明公开了一种复合溶剂从水溶液中萃取回收酰胺的方法，酰胺水溶液在常温下从萃取塔的塔底加入，主萃取剂从萃取塔的塔顶加入，由主萃取剂和助萃取剂组成的复合溶剂从距塔顶0.1～0.4倍的萃取塔塔高处加入，通过液液两相的逆流接触完成萃取分离后分别从塔顶和塔底获得主要成分为水的萃余相和含酰胺的萃取相。含酰胺的萃取相依次经过主萃取剂回收塔、助萃取剂回收塔和产品回收塔分别从塔顶得到主萃取剂、助萃取剂和酰胺产品，主萃取剂和助萃取剂再循环用于酰胺水溶液的萃取。该方法依靠助萃取剂的作用提高了酰胺在萃取剂中的分配系数，能显著降低萃取剂的用量，降低萃取剂的消耗和后续精馏分离的能耗，实现明显的经济效益。

说明书

技术领域

本发明涉及一种采用复合溶剂从水溶液中萃取回收酰胺的方法，尤其涉及一 种化纤、制药等领域采用酰胺类物质为溶剂生产过程中得到酰胺类水溶液回收 提纯酰胺的连续化生产方法。

背景技术

酰胺类物质是在化工生产中普遍使用的一类强极性化学物质，代表产品有 N,N-二甲基乙酰胺、N,N-二甲基甲酰胺和N-甲基吡咯烷酮等，在化纤、制药 等领域被普遍采用作为溶剂。由于该类物质沸点普遍较高，而在水溶液中的浓 度又不高，常规精馏分离提纯方法存在能耗较高、产品纯度难于保证等不利因 素。目前工业中替代的方法是采用萃取结合精馏的分离工艺，如中国专利 CN201010017119和CN201410230676采用三氯甲烷等回收芳纶聚合过程中母液 内的N-甲基吡咯烷酮和N,N-二甲基乙酰胺。由于酰胺类物质自身的极性较强， 在水溶液中与水的结合力较大，采用三氯甲烷、二氯甲烷等单一萃取剂需要很 高的溶剂用量比才能获得理想的萃取率。

此外，三氯甲烷虽为常规溶剂，但由于其高温不稳定性，在后续精馏分离 过程中容易分解对设备腐蚀较大。二氯甲烷虽然较稳定也可用作萃取剂，但酰 胺类物质在其中的分配系数普遍较低，与三氯甲烷相比其溶剂用量更大，会大 大增加后续精馏分离的成本。

本发明以现在工业生产中所存在的溶剂用量高、后续分离能耗也高等现实 问题为依据，以提高萃取的分配系数、减少溶剂用量为出发点，提出一种酰胺 类物质的复合溶剂萃取回收新方法，可为相关领域改进生产工艺、降低能耗并 增加经济效益。

发明内容

本发明的目的在于针对现有生产技术的不足，提供一种采用复合溶剂从水溶 液中萃取回收酰胺的方法，该方法能够显著提高酰胺类物质在溶剂萃取中的分 配系数，实现较高的萃取效率。

在溶剂萃取过程中选择溶剂的依据是测量其分配系数，溶剂的分配系数是指 被萃取物质在萃取相中的组成与在萃余相中组成之比，其数值越大，说明被萃 取物越容易进入萃取相，溶剂用量就越小。由于酰胺类物质极性普遍较大，与 水结合力也较大，常规溶剂很难从水中把酰胺竞争过去，尤其对于酰胺含量较 低的水溶液，大多溶剂的分配系数均很小。

通过选择合适的助萃取剂可以大大增强萃取剂与酰胺的相互作用，进而显 著提高萃取的分配系数，但助萃取剂往往与水分子间的结合力也较强，在水中 会有一定的溶解量，会给后续萃余相的脱溶带来不利，因此需要通过改进助萃 剂的加入方式使萃取过程更可靠合理。在本发明提供的工艺方案中，通过以两 个位置加入萃取剂的方法可有效抑制助萃取剂向水中的溶解问题。

本发明的目的是通过以下技术方案来实现的：一种复合溶剂从水溶液中萃 取回收酰胺的方法，包括以下步骤：

流量为100质量份的质量浓度为8～30％的酰胺水溶液在常温下从萃取塔的 塔底加入，来自主萃取剂贮罐的100～150质量份的主萃取剂经主萃取剂进料泵 在常温下从萃取塔的塔顶加入，来自复合溶剂贮罐的80～150质量份的复合溶剂 在常温下从距塔顶0.1～0.4倍的萃取塔塔高处加入，所述复合溶剂由主萃取剂和 助萃取剂按80-60:20-40的质量配比混合组成；通过液液两相的逆流接触完成萃 取分离后从塔顶获得的主要成分为水的萃余相送入萃余相贮罐，从塔底获得的 含酰胺的萃取相送入萃取相贮罐；所述酰胺为N-甲基吡咯烷酮、N,N-二甲基乙 酰胺或N,N-二甲基甲酰胺；所述主萃取剂为二氯甲烷，助萃取剂为丙醇或丁醇；

萃取相贮罐中的萃取相经进料泵送入主萃取剂回收塔，主萃取剂回收塔塔 顶获得主萃取剂和水的混合蒸汽经塔顶冷凝器冷凝后进入分相罐，分相罐上部 分出水相，下部分出的油相一部分回流入主萃取剂回收塔的顶部，另一部分送 入主萃取剂贮罐，循环作为萃取塔塔顶的进料；主萃取剂回收塔塔底物料经进 料泵送入助萃取剂回收塔，从助萃取剂回收塔塔顶获得主要成分为助萃取剂的 蒸汽经塔顶冷凝器冷凝后一部分回流入助萃取剂回收塔的顶部，另一部分送入 助萃取剂贮罐，与主萃取剂调配后送入复合溶剂贮罐循环作为萃取塔的复合溶 剂进料；助萃取剂回收塔塔底的物料经进料泵送入产品回收塔，从产品回收塔 塔顶获得酰胺产品蒸汽经塔顶冷凝器冷凝后一部分回流入产品回收塔的顶部， 另一部分采出作为产品，产品回收塔塔底物料通过高沸杂质出口排出高沸物。

所述萃取塔为筛板塔、填料塔、脉冲筛板塔或脉冲填料塔，塔顶常压操作。 所述主萃取剂回收塔为板式精馏塔或填料精馏塔，塔顶常压或加压操作。所述 助萃取剂回收塔为填料精馏塔，塔顶常压或减压操作。所述产品回收塔为填料 精馏塔，塔顶减压操作。

本发明的有益效果在于：

(1)本发明通过添加助萃取剂，可提高酰胺类物质在溶剂中的分配系数， 分配系数可达0.5～1.0，显著优于当前传统单溶剂萃取工艺方法。

(2)本发明通过将主萃取剂分两股进料，可有效抑制助萃取剂在水中的溶 解量，有利于后续主萃取剂和助萃取剂的提纯。

(3)本发明由于提高了酰胺类物质在溶剂中的分配系数，可降低萃取剂的 用量，将显著减少溶剂损耗和后续分离提纯的能耗。

(4)本发明可根据生产需要，方便地调节主萃取剂和复合溶剂的相对用量， 也易于实现对现有生产装置的改造和扩能。

附图说明

图1是酰胺萃取回收的工艺流程图；

图中，萃取塔1、主萃取剂回收塔2、助萃取剂回收塔3、产品回收塔4、 主萃取剂贮罐5、助萃取剂贮罐6、复合溶剂贮罐7、萃余相贮罐8、萃取相贮 罐9、分相罐10、主萃取剂回收塔冷凝器11、主萃取剂回收塔再沸器12、助萃 取剂回收塔冷凝器13、助萃取剂回收塔再沸器14、产品回收塔冷凝器15、产品 回收塔再沸器16、主萃取剂进料泵17、复合溶剂进料泵18、主萃取剂回收塔进 料泵19、助萃取剂回收塔进料泵20、产品回收塔进料泵21、酰胺水溶液进料口 22、主萃取剂进料口23、复合溶剂进料口24、水相出口25、油相出口26、产 品出口27、高沸杂质出口28。

具体实施方式

本发明提出的一种复合溶剂从水溶液中萃取回收酰胺的方法，包括以下步 骤：

流量为100质量份的质量浓度为8～30％的酰胺水溶液在常温下从萃取塔1 的塔底酰胺水溶液进料口22加入，来自主萃取剂贮罐5的100～150质量份的主 萃取剂经主萃取剂进料泵17在常温下从萃取塔的塔顶主萃取剂进料口23加入， 来自复合溶剂贮罐7的80～150质量份的复合溶剂在常温下从距塔顶0.1～0.4倍 的萃取塔塔高处复合溶剂进料口24加入，所述复合溶剂由主萃取剂和助萃取剂 按80-60:20-40的质量配比混合组成；通过液液两相的逆流接触完成萃取分离后 从塔顶获得主要成分为水的萃余相送入萃余相贮罐8，含酰胺的萃取相从塔底获 得送入萃取相贮罐9；所述酰胺为N-甲基吡咯烷酮、N,N-二甲基乙酰胺或N,N- 二甲基甲酰胺；所述主萃取剂为二氯甲烷，助萃取剂为丙醇或丁醇；

萃取相贮罐9中的萃取相经主萃取剂回收塔进料泵19送入主萃取剂回收塔 2，主萃取剂回收塔2塔顶获得主萃取剂和水的混合蒸汽经主萃取剂回收塔冷凝 器11冷凝后进入分相罐10，分相罐10上部分出水相从水相出口25排出，下部 分出的油相从油相出口26排出，一部分回流入主萃取剂回收塔2的顶部，另一 部分送入主萃取剂贮罐5，循环作为萃取塔1塔顶的进料；主萃取剂回收塔2塔 底物料经主萃取剂回收塔再沸器12部分汽化后再通过助萃取剂回收塔进料泵20 送入助萃取剂回收塔3，从助萃取剂回收塔3塔顶获得主要成分为助萃取剂蒸汽 经助萃取剂回收塔冷凝器13冷凝后一部分回流入助萃取剂回收塔3的顶部，另 一部分送入助萃取剂贮罐6，与主萃取剂调配后送入复合溶剂贮罐7循环作为萃 取塔1的复合溶剂进料；助萃取剂回收塔3塔底的物料经助萃取剂回收塔再沸 器14部分汽化后再通过产品回收塔进料泵21送入产品回收塔4，从产品回收塔 4塔顶获得纯度较高的酰胺产品蒸汽经产品回收塔冷凝器15冷凝后一部分回流 入产品回收塔4的顶部，另一部分经产品出口27采出作为产品，产品回收塔4 塔底物料经产品回收塔再沸器16部分汽化后再通过高沸杂质出口28排出高沸 物。

所述萃取塔1为筛板塔、填料塔、脉冲筛板塔或脉冲填料塔，塔顶常压操 作；所述主萃取剂回收塔2为板式精馏塔或填料精馏塔，塔顶常压或加压操作； 所述助萃取剂回收塔3为填料精馏塔，塔顶常压或减压操作；所述产品回收塔4 为填料精馏塔，塔顶减压操作。

根据所述工艺方法，采用本发明复合溶剂萃取回收酰胺的分配系数可达 0.5～1.0，显著优于当前传统单溶剂萃取工艺方法。

下面通过具体实施例对本发明作进一步的描述，但不应将本发明理解为仅适 用于以下案例。

实施例1

如附图1所示，萃取塔1理论板数为8，流量为1000kg/h的含N,N-二甲基 乙酰胺8％(wt％)水溶液在30℃下送入萃取塔1的底部酰胺水溶液进料口22， 主萃取剂二氯甲烷以流量为1200kg/h在30℃下送入萃取塔1的顶部主萃取剂进 料口23，二氯甲烷和异丙醇组成的复合溶剂以流量为1200kg/h(含异丙醇30％) 在30℃下送入萃取塔1的从上向下第3块理论板处的复合溶剂进料口24。

经萃取塔1充分液液质量交换后，得到塔顶萃余相出料量为856.4kg/h，其 中残留的N,N-二甲基乙酰胺含量为0.25％；塔底萃取相出料量为2543.6kg/h， 其中N,N-二甲基乙酰胺含量为3.06％。所述百分比均为质量百分比。

实施例2

如附图1所示，萃取塔1理论板数为8，流量为1000kg/h的含N,N-二甲基 乙酰胺25％(wt％)水溶液在30℃下送入萃取塔1的底部酰胺水溶液进料口22， 主萃取剂二氯甲烷以流量为1000kg/h在30℃下送入萃取塔1的顶部主萃取剂进 料口23，二氯甲烷和异丙醇组成的复合溶剂以流量为1500kg/h(含异丙醇20％) 在30℃下送入萃取塔1的从上向下第3块理论板处的复合溶剂进料口24。

经萃取塔1充分液液质量交换后，得到塔顶萃余相出料量为588.1kg/h，其 中残留的N,N-二甲基乙酰胺含量为0.50％；塔底萃取相出料量为2344.5kg/h， 其中N,N-二甲基乙酰胺含量为8.49％。所述百分比均为质量百分比。

实施例3

如附图1所示，萃取塔1理论板数为8，流量为1000kg/h的含N-甲基吡咯 烷酮20％(wt％)水溶液在30℃下送入萃取塔1的底部酰胺水溶液进料口22， 主萃取剂二氯甲烷以流量为1500kg/h在30℃下送入萃取塔1的顶部主萃取剂进 料口23，二氯甲烷和异丁醇组成的复合溶剂以流量为1200kg/h(含异丁醇40％) 在30℃下送入萃取塔1的从上向下第3块理论板处的复合溶剂进料口24。

经萃取塔1充分液液质量交换后，得到塔顶萃余相出料量为754.3kg/h，其 中残留的N-甲基吡咯烷酮含量为0.14％；塔底萃取相出料量为2945.7kg/h，其 中N-甲基吡咯烷酮含量为6.75％。所述百分比均为质量百分比。

实施例4

如附图1所示，萃取塔1理论板数为8，流量为1000kg/h的含N-甲基吡咯 烷酮10％(wt％)水溶液在30℃下送入萃取塔1的底部酰胺水溶液进料口22， 主萃取剂二氯甲烷以流量为1500kg/h在30℃下送入萃取塔1的顶部主萃取剂进 料口23，二氯甲烷和异丁醇组成的复合溶剂以流量为800kg/h(含异丁醇40％) 在30℃下送入萃取塔1的从上向下第3块理论板处的复合溶剂进料口24。

经萃取塔1充分液液质量交换后，得到塔顶萃余相出料量为889.3kg/h，其 中残留的N-甲基吡咯烷酮含量为0.51％；塔底萃取相出料量为2410.7kg/h，其 中N-甲基吡咯烷酮含量为3.96％。所述百分比均为质量百分比。

实施例5

如附图1所示，萃取塔1理论板数为8，流量为1000kg/h的含N,N-二甲基 甲酰胺30％(wt％)水溶液在30℃下送入萃取塔1的底部酰胺水溶液进料口22， 主萃取剂二氯甲烷以流量为1000kg/h在30℃下送入萃取塔1的顶部主萃取剂进 料口23，二氯甲烷和仲丁醇组成的复合溶剂以流量为1000kg/h(含仲丁醇20％) 在30℃下送入萃取塔1的从上向下第3块理论板处的复合溶剂进料口24。

经萃取塔1充分液液质量交换后，得到塔顶萃余相出料量为587.3kg/h，其 中残留的N,N-二甲基甲酰胺含量为0.35％；塔底萃取相出料量为2412.7kg/h， 其中N,N-二甲基乙酰胺含量为12.35％。所述百分比均为质量百分比。