本发明涉及dmac废液精制回收工艺方法，属于化工溶剂回收领域。
背景技术：
：n,n-二甲基乙酰胺，简称dmac，是一种非质子高极性溶剂，有微氨气味，溶解力很强，可溶解的物质范围很广，能与水、芳香族化合物、酯、酮、醇、醚、苯和三氯甲烷等任意混溶，且能使化合物分子活化，因此广泛用作溶剂及催化剂。在溶剂方面作为高沸点、高闪点、热稳定性高、化学性稳定的溶剂，可用于聚丙烯腈的抽丝溶剂、合成树脂及天然树脂、甲酸乙烯酯、乙烯基吡啶等共聚物及芳烃羧酸的溶剂；在催化剂方面可用于尿素加热制氰尿酸、卤代烷与金属氰化物反应制腈、乙炔钠与卤代烷反应制烷基炔、有机卤化物与氰酸盐反应制异氰酸酯等过程。n,n-二甲基乙酰胺还可用作电解溶剂及摄影用成色剂的溶剂、脱油漆剂、有机合成原料、农药及医药原料。dmac废液中通常含有水、胺类、乙酸等杂质，工业上可采用双塔精馏工艺实现dmac回收利用，即dmac废液先进入脱水塔，脱水塔塔顶采出胺类和废水，脱水塔塔底物料送至精制塔；精制塔塔顶采出粗dmac产品返回脱水塔，精制塔侧线采出dmac产品，精制塔塔底含乙酸废液送至废液处理工序。但采用常规双塔精馏工艺，能耗较高，一般吨dmac产品蒸汽消耗约为1.2吨。专利cn105418447a公开了一种采用脱水塔塔顶气相作为热耦合换热器的加热介质的方案，降低了精制塔塔底再沸器的热负荷，可节省约10～20％蒸汽消耗。然而，脱水塔操作压力高达0.2mpa，塔底温度高达150℃，dmac再该工艺工况下会发生较显著的水解反应，生成的乙酸将加快dmac水解速率，导致dmac收率下降。另外，该工艺为实现热耦合，需保证进入热耦合换热器的dmac物料(即脱水塔塔底物料)具有50％左右含水量，以满足热耦合工艺对于换热温差的需求，这大大增加了原料中的含水率，使得系统整体负荷增加。经计算，采用此工艺获得的dmac收率仅为95.9％，吨dmac产品蒸汽消耗为0.9吨左右。专利cn104478752b公开了一种在脱水塔中部适当位置增加中间再沸器的技术方案，以精制塔塔顶dmac气相作为此中间再沸器的加热介质，降低了脱水塔塔底再沸器的热负荷，可节省约25～40％蒸汽消耗。然而，在该工艺需要在脱水塔中部适当位置设置一中间塔板，由中间塔板处抽出的物料与精制塔塔顶气相换热，这需要满足换热温差的需求，脱水塔提馏段相邻理论级抽出液相物料温度波动较大，经计算，分别为70℃、77℃、87℃、98℃、104℃、105℃、106℃、108℃，该工艺采用83℃的气相dmac作为热源对脱水塔内70℃的液体进行加热汽化，为保证有效的换热温差，需准确找到70℃物料所在位置，但实际工业化生产中，脱水塔为填料塔，仅可在相邻两段填料之间的空间设置集液板以便抽出液相物料，而集液板所在位置的物料组成及操作压力具有不确定性，因此，集液板抽出的物料温度亦具有不确定性，即在脱水塔塔中某一位置设置中间再沸器，具有难以实现有效换热的风险。另一方面，脱酸塔塔顶气相物料温度(83℃)，与脱水塔抽出物料(70℃)换热，精制塔塔顶气相的汽化潜热利用率仅为60％，脱水塔抽出物料被加热而部分汽化，根据精馏原理及汽液平衡数据进行计算，此物料温度升高至77℃左右，则换热平均对数温差仅为9.3℃，为满足这一对数温差的需要，中间再沸器需要很大的面积以及设备投资，在换热负荷2000kw、传热系数按350w/m2·℃下，该工艺的设备换热面积约为631m2，设备投资约为157.8万。技术实现要素：本发明的目的在于在保证dmac产品纯度及回收率的前提下，提供一种更加节能环保的dmac回收工艺方法，该工艺回收dmac纯度高，回收率高，能耗较常规工艺降低40％以上。本发明首先提供了一种dmac热耦合精制回收系统，包括脱水塔和精制塔，所述脱水塔塔底采出口与所述精制塔中部的进口连通，所述精制塔顶部的气相采出口与设置于脱水塔底部的热耦合换热器的一个换热通道连通，所述热耦合换热器的另一换热通道与脱水塔底部循环连通。其中，所述脱水塔中部设有dmac原料进口。所述脱水塔顶部设有废气采出口，所述废气采出口经脱水塔冷凝器与脱水塔回流罐连通，所述脱水塔回流罐的出口经脱水塔回流泵分为两路，一路与脱水塔塔顶回流连通，一路作为废水采出通道。所述脱水塔塔底还循环连通有至少一个脱水塔再沸器。其中，所述脱水塔塔底采出口经脱水塔液泵与所述精制塔中部的进口连通。所述精制塔顶部与热耦合换热器连通的换热通道经精制塔回流罐和精制塔回流泵分为两路，一路与精制塔塔顶回流连通，一路作为dmac产品采出通道。所述精制塔塔底循环连通有至少一个精制塔再沸器。所述精制塔底部设有精馏残液采出通道，精馏残液采出通道上设有精制塔液泵。本发明还提供了一种dmac热耦合精制回收方法，包括使精制塔塔顶采出的可作为dmac产品的物料与脱水塔塔底的循环液(再沸液)进行热耦合的过程。本发明通过上述热耦合过程，能够使得精制塔塔顶采出气相的全部热量优先用于脱水塔塔底的再沸热量，能够最大限度地实现系统内的热量利用，降低dmac回收能耗和设备投资，同时由于脱水塔塔底和精制塔塔顶操作控制压力和温度能够便于稳定控制(能够实现温度波动控制不超过±1℃)，在热耦合过程中的两股物料组成稳定，换热状态和换热能效也能够维持稳定，能够实现稳定节能，避免温度压力波动等造成的系统不稳定情况。其中，dmac原料自所述脱水塔中部进入。所述脱水塔顶部采出废气，废气经冷凝后分为两股，一股作为回流液回流进入脱水塔，一股作为废水采出。其中，所述脱水塔塔底的循环液在装置开车初期经其他热源进行换热，待精制塔稳定运行后，脱水塔塔底的循环液再与精制塔塔顶采出气相进行热耦合。其中，所述脱水塔塔底采出液自中部进入所述精制塔。所述精制塔顶部气相经与脱水塔塔底的循环液换热(热耦合)后分为两股，一股作为回流液回流进入精制塔，一股作为产品采出。所述精制塔塔底的循环液可以经其他热源进行换热。所述精制塔底部采出有精馏残液。其中，所述精制塔顶部气相与脱水塔塔底循环液的平均对数温差不低于15℃。本发明系统的平均对数温差能够超过15℃，能够有效降低热耦合换热器的面积和设备投资，本发明的方法的设备投资可低至77.3万元(表2)。其中，所述dmac原料中水的质量分数低于20％、dmac质量分数为75～98％、杂质质量分数为0.1～1％，较低的原料含水量能够降低系统整体负荷，有利于降低系统能耗。其中，所述脱水塔操作压力5～15kpaa，全塔压力降不超过4kpa；精制塔操作压力15～25kpaa，全塔压力降不超过5kpa；精制塔与脱水塔操作压力差不低于15kpa。由于系统内温度和压力具有对应性，因此两塔操作压力范围内，所述脱水塔塔底温度85～105℃，精制塔塔顶温度105～120℃，精制塔塔顶与脱水塔塔底温度差不小于17℃。本发明的工艺能够实现上述操作条件，在使得两塔换热平均对数温差不低于15℃的同时，能够有效降低精馏过程中物料温度(不超过125℃)，有效降低dmac分解率，使得dmac回收率能够达到99％以上(表1)。其中，所述脱水塔回流比2～6，所述精制塔回流比40～70，回流比可以根据本发明不同工况下的操作条件进行适应性调整。本发明的系统能够实现本发明的工艺回收方法，在保证产品纯度(99.9％以上)的情况下，能够有效提高产品回收率(99％以上)，降低设备投资(低至77.3万元)，并节约系统能耗(节约40％以上的蒸汽消耗，吨dmac产品蒸汽消耗低至0.6吨以下)。附图说明构成本发明的一部分的附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：图1是本发明的系统结构示意图。其中，1-脱水塔，2-脱水塔冷凝器，3-脱水塔回流罐，4-脱水塔回流泵，5-脱水塔再沸器，6-脱水塔液泵，7-精制塔，8-热耦合换热器，9-精制塔回流罐，10-精制塔回流泵，11-精制塔再沸器，12-精制塔液泵。具体实施方式为了更好的理解本发明，下面结合附图对本发明进行详细描述。本发明系统的结构如图1所示。包括脱水塔1和精制塔7，所述脱水塔1塔底采出口与所述精制塔7中部的进口连通，所述精制塔7顶部的气相采出口与设置于脱水塔1底部的热耦合换热器8的一个换热通道连通，所述热耦合换热器8的另一换热通道与脱水塔1底部循环连通。所述脱水塔1中部设有dmac原料进口。所述脱水塔1顶部设有废气采出口，所述废气采出口经脱水塔冷凝器2与脱水塔回流罐3连通，所述脱水塔回流罐3的出口经脱水塔回流泵4分为两路，一路与脱水塔1塔顶回流连通，一路作为废水采出通道。所述脱水塔1塔底还循环连通有至少一个脱水塔再沸器5。所述脱水塔1塔底采出口经脱水塔液泵6与所述精制塔7中部的进口连通。所述精制塔7顶部与热耦合换热器8连通的换热通道经精制塔回流罐9和精制塔回流泵10分为两路，一路与精制塔7塔顶回流连通，一路作为dmac产品采出通道。所述精制塔7塔底循环连通有至少一个精制塔再沸器11。所述精制塔7底部设有精馏残液采出通道，精馏残液采出通道上设有精制塔液泵12。下面采用两个应用实例进一步说明本发明的方法和效果。实施例1dmac原料送至脱水塔1中部，原料中水质量分数为7.8％，dmac质量分数为90.9％，重杂质质量分数为1.3％，进料量为25500kg/h。脱水塔1操作压力12kpaa，全塔压力降4kpa，塔底温度103±1℃，回流比3，塔顶气相采出经脱水塔冷凝器2冷凝，液相进入脱水塔回流罐3，经脱水塔回流泵4一部分作为回流液返回至脱水塔塔顶，另一部分作为塔顶采出送至废水处理工序。脱水塔1塔底物料经脱水塔液泵6送至精制塔7中。精制塔7操作压力25kpaa，全塔压力降5kpa，塔顶温度120℃±1℃，回流比55，塔顶气相采出经热耦合换热器8，与脱水塔塔底物料换热冷凝，冷凝后液相物料进入精制塔回流罐9，经精制塔回流泵10一部分作为回流液返回至精制塔7塔顶，另一部分作为塔顶采出送至dmac产品储罐。产品精制塔7塔底物料经产品精制塔液泵12送至废液处理工序。采用上述实施例，dmac产品纯度99.9％，dmac回收率约99.0％，吨dmac产品蒸汽消耗约为0.6吨；常规工艺的吨dmac产品蒸汽消耗为1.18吨，即吨dmac产品节能49％。实施例2dmac原料送至脱水塔1中部，原料中水质量分数为5％，dmac质量分数为94.5％，重杂质质量分数为0.5％，进料量为10000kg/h。脱水塔1操作压力11kpaa，全塔压力降3kpa，塔底温度101±1℃，回流比3.5，塔顶气相采出经脱水塔冷凝器2冷凝，液相进入脱水塔回流罐3，经脱水塔回流泵4一部分作为回流液返回至脱水塔塔顶，另一部分作为塔顶采出送至废水处理工序。脱水塔塔底物料经脱水塔液泵6送至精制塔7中。精制塔7操作压力24kpaa，全塔压力降4kpa，塔顶温度118℃±1℃，回流比50，塔顶气相采出经热耦合换热器8，与脱水塔塔底物料换热冷凝，冷凝后液相物料进入精制塔回流罐9，经精制塔回流泵10一部分作为回流液返回至精制塔7塔顶，另一部分作为塔顶采出送至dmac产品储罐。精制塔7塔底物料经精制塔液泵12送至废液处理工序。采用上述实施例，dmac产品纯度99.9％，dmac回收率约99.1％，吨dmac产品蒸汽消耗约为0.54吨；常规工艺的吨dmac产品蒸汽消耗为1.02吨。即吨dmac产品节能47％。实施例3为进一步评价两塔操作压力和操作温度对dmac产品回收率的影响，本发明进一步对脱水塔塔底操作压力进行了不同范围的调整，塔底温度同时相应调整，所得到dmac回收率如表1所示。由表1可见，本发明将脱水塔塔底操作压力限定至15kpaa以下，有利于提高dmac产品回收率。表1脱水塔塔底操作温度与dmac回收率序号操作压力操作温度dmac回收率115kpaa110℃99.8％220kpaa118℃99.5％325kpaa124℃99.1％450kpaa145℃97.6％实施例4为进一步评价热耦合换热器8内平均对数温差对系统经济性的影响，本发明进一步对热耦合换热器8内两股换热物料的温度进行了调整，热耦合换热器8以通用的换热负荷2000kw、传热系数按350w/m2·℃为例，所得到的设备换热面积与设备投资入表2所示。由表2可知，本发明将平均对数温差限定至15℃以上能够有效降低设备换热面积和设备投资。表2不同平均对数温差下热耦合换热器面积及设备投资序号热源温度被加热物料温度平均对数温差换热面积设备投资1106℃89℃17.4346m286.5万2114℃96℃18.2327m281.8万3120℃103℃18.9309m277.3万以上所述仅为本发明的较佳实施例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。当前第1页1 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技术特征：1.一种dmac热耦合精制回收系统，包括脱水塔(1)和精制塔(7)，所述脱水塔(1)塔底采出口与所述精制塔(7)中部的进口连通，所述精制塔(7)顶部的气相采出口与设置于脱水塔(1)底部的热耦合换热器(8)的一个换热通道连通，所述热耦合换热器(8)的另一换热通道与脱水塔(1)底部循环连通。
2.根据权利要求1所述的dmac热耦合精制回收系统，其特征在于，所述脱水塔(1)中部设有dmac原料进口；所述脱水塔(1)顶部设有废气采出口，所述废气采出口经脱水塔冷凝器(2)与脱水塔回流罐(3)连通，所述脱水塔回流罐(3)的出口经脱水塔回流泵(4)分为两路，一路与脱水塔(1)塔顶回流连通，一路作为废水采出通道；所述脱水塔(1)塔底还循环连通有至少一个脱水塔再沸器(5)。
所述脱水塔(1)塔底采出口经脱水塔液泵(6)与所述精制塔(7)中部的进口连通；所述精制塔(7)顶部与热耦合换热器(8)连通的换热通道经精制塔回流罐(9)和精制塔回流泵(10)分为两路，一路与精制塔(7)塔顶回流连通，一路作为dmac产品采出通道；所述精制塔(7)塔底循环连通有至少一个精制塔再沸器(11)；所述精制塔(7)底部设有精馏残液采出通道，精馏残液采出通道上设有精制塔液泵(12)。
3.一种dmac热耦合精制回收方法，包括使精制塔(7)塔顶采出的可作为dmac产品的物料与脱水塔(1)塔底的循环液(再沸液)进行热耦合的过程。
4.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，dmac原料自所述脱水塔(1)中部进入；
所述脱水塔(1)顶部采出废气，废气经冷凝后分为两股，一股作为回流液回流进入脱水塔(1)，一股作为废水采出。
5.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，所述脱水塔(1)塔底的循环液在装置开车初期经其他热源进行换热，待精制塔(7)稳定运行后，脱水塔(1)塔底的循环液再与精制塔(7)塔顶采出气相进行热耦合。
6.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，所述脱水塔(1)塔底采出液自中部进入所述精制塔(7)；
所述精制塔(7)顶部气相经与脱水塔(1)塔底的循环液换热(热耦合)后分为两股，一股作为回流液回流进入精制塔(7)，一股作为产品采出；
所述精制塔(7)塔底的循环液经其他热源进行换热；
所述精制塔(7)底部采出有精馏残液。
7.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，所述精制塔(7)顶部气相与脱水塔(1)塔底循环液的平均对数温差不低于15℃。
8.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，所述dmac原料中水的质量分数低于20％、dmac质量分数为75～98％、杂质质量分数为0.1～1％。
9.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，两塔操作条件至少控制在下述条件组之一：
条件组一：所述脱水塔(1)操作压力5～15kpaa，全塔压力降不超过4kpa；精制塔(7)操作压力15～25kpaa，全塔压力降不超过5kpa；精制塔(7)与脱水塔(1)操作压力差不低于15kpa；
条件组二：所述脱水塔(1)塔底温度85～105℃，精制塔(7)塔顶温度105～120℃，精制塔(7)塔顶与脱水塔(1)塔底温度差不小于17℃。
10.根据权利要求3所述的dmac热耦合精制回收方法，其特征在于，所述脱水塔(1)回流比2～6，所述精制塔(7)回流比40～70。
技术总结本发明提供一种DMAc热耦合精制回收系统和方法，通过使精制塔塔顶采出的可作为DMAc产品的物料与脱水塔塔底的循环液进行热耦合，保证了产品纯度及回收率，并有效降低能耗。
技术研发人员：关健;安华良;吴杨
受保护的技术使用者：天津精分科技发展有限公司
技术研发日：2020.03.27
技术公布日：2020.06.05
