一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程dmac精制系統(tǒng)的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)，包括串聯(lián)相接的脫水系統(tǒng)和脫酸系統(tǒng)，其中脫水系統(tǒng)包括：脫水塔、脫水塔再沸器、脫水塔冷凝器、脫水塔回流罐、脫水塔回流泵和脫水塔釜出料泵，脫酸塔系統(tǒng)包括：脫酸塔、脫酸塔再沸器、脫酸塔冷凝器、脫酸塔回流罐、脫酸塔回流泵和脫酸塔釜出料泵，所述脫水塔的塔釜與塔頂之間設(shè)置有中間塔板，收集于中間塔板的液體由脫水塔中間再沸器重新加熱汽化后送回至脫水塔內(nèi)，脫酸塔塔頂管道分支與脫水塔中間再沸器的上側(cè)氣相管口連接，以脫酸塔塔頂?shù)牟糠謿庀郉MAC作為脫水塔中間再沸器的加熱熱源。該設(shè)置大大節(jié)省了脫水塔再沸器的低壓蒸汽消耗，減少了能源消耗，節(jié)能環(huán)保，降低了企業(yè)生產(chǎn)成本。
【專利說(shuō)明】一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種氨綸紡絲過(guò)程中DMAC回收精制系統(tǒng)。

【背景技術(shù)】
[0002]在氨綸的干法紡絲生產(chǎn)過(guò)程中，需要使用溶劑DMAC (N，N-二甲基乙酰胺)。溶劑DMAC在聚合過(guò)程中加入，用于聚合物的分散，在紡絲過(guò)程中被分離出來(lái)。經(jīng)分離收集后的溶劑DMAC需要經(jīng)過(guò)精制過(guò)程(減壓精餾)，將溶劑DMAC中的水、胺類、乙酸等雜質(zhì)去除后，回到聚合過(guò)程中再利用。
[0003]現(xiàn)有溶劑DMAC的回收精制系統(tǒng)由兩塔系統(tǒng)組成，第一個(gè)塔為脫水塔，主要是將溶劑DMAC中的水和胺類等輕組份除去。第二塔為脫酸塔，主要是將溶劑DMAC中的乙酸以及乙酸化合物等重組份除去，最終在第二塔的中上側(cè)線采出合格的溶劑DMAC。具體的工藝流程描述如下:
如圖1所示，含有雜質(zhì)的溶劑DMAC被送入脫水塔11的中部，脫水塔11塔頂操作壓力為13kPa (A)，塔頂溫度50°C，塔釜溫度109°C，塔釜采用再沸器12，用低壓蒸汽作為熱源加熱塔釜液使其汽化，塔頂采用冷凝器13，用循環(huán)冷卻水作為冷源，將塔頂氣體冷卻成液體(主要成份為水和胺類)進(jìn)入回流罐14，收集的冷凝液經(jīng)回流泵15加壓后一部分回流塔內(nèi)，一部分排出系統(tǒng)。
[0004]用輸送泵16將脫水塔塔釜經(jīng)去除水的溶劑DMAC送入脫酸塔21的中部，脫酸塔塔頂操作壓力為6kPa(A)，塔頂溫度83°C，塔釜溫度99°C，塔釜采用再沸器22，用低壓蒸汽作為熱源加熱塔釜液使其汽化，塔頂采用冷凝器23，用循環(huán)冷卻水作為冷源，將塔頂氣體冷卻成液體(主要成份為溶劑DMAC)進(jìn)入回流罐24，收集的冷凝液經(jīng)回流泵25加壓后一部分回流塔內(nèi)，一部分排出系統(tǒng)。溶劑DMAC成品從塔上部側(cè)線采出，供聚合過(guò)程使用。
[0005]上述溶劑DMAC回收精制系統(tǒng)中設(shè)置有脫水再沸器和脫酸再沸器，且均采用低壓蒸汽作為熱源，熱能消耗較大。特別對(duì)于脫水塔，塔釜和塔頂溫差較大，從塔釜到塔頂呈溫度遞減梯度，氣體在上升過(guò)程中隨著組成的不斷變化，沸點(diǎn)也會(huì)降低，部分氣相會(huì)冷凝成液體流下，增加系統(tǒng)能耗。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0006]本發(fā)明所要解決的技術(shù)問(wèn)題是針對(duì)上述現(xiàn)有技術(shù)提供一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)，在保證DMAC精制質(zhì)量和產(chǎn)量的前提下，能夠節(jié)約脫水塔內(nèi)再加熱低壓蒸汽消耗，降低企業(yè)生產(chǎn)成本。
[0007]本發(fā)明解決上述問(wèn)題所采用的技術(shù)方案為:一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)，包括串聯(lián)相接的脫水系統(tǒng)和脫酸系統(tǒng)，其中脫水系統(tǒng)包括:脫水塔、脫水塔再沸器、脫水塔冷凝器、脫水塔回流罐、脫水塔回流泵和脫水塔釜出料泵，脫酸塔系統(tǒng)包括:脫酸塔、脫酸塔再沸器、脫酸塔冷凝器、脫酸塔回流罐、脫酸塔回流泵和脫酸塔釜出料泵，所述脫水塔的塔釜與塔頂之間設(shè)置有中間塔板，所述中間塔板底部液相引出管口外接脫水塔中間再沸器的管程的底部管口，脫水塔中間再沸器管程的上部管口與中間塔板上方氣相管口相接，脫酸塔塔頂管道與脫水塔中間再沸器的上側(cè)氣相管口連接，脫水塔中間再沸器殼程下側(cè)液相管口接到脫酸塔回流罐；含有雜質(zhì)的溶劑DMAC從脫水塔中部送入，脫水塔再沸器將脫水塔塔釜內(nèi)的液體加熱汽化，脫水塔中間再沸器對(duì)收集于中間塔板的液體重新加熱汽化后送回到脫水塔內(nèi)，上升至脫水塔塔頂?shù)臍怏w由脫水塔冷凝器冷卻成液體送入脫水塔回流罐，脫水塔回流泵將脫水塔回流罐內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫水塔內(nèi)一部分排出系統(tǒng)，脫水塔塔釜內(nèi)經(jīng)去除水的溶劑DMAC由脫水塔釜出料泵送入脫酸塔中部，脫酸塔再沸器將脫酸塔塔釜內(nèi)的液體加熱汽化，上升至脫酸塔塔頂?shù)臍怏w一部分由脫酸塔冷凝器冷卻成液體送入脫酸塔回流罐，一部分接入脫水塔中間再沸器作為加熱熱源，重新冷卻成液體后再送入脫酸塔回流罐，脫酸塔回流泵將脫酸塔回流罐內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫酸塔內(nèi)一部分外排收集，即得溶劑DMAC成品。
[0008]優(yōu)選的工藝是，脫水塔再沸器將脫水塔塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成109± 10C的氣體，經(jīng)脫水塔內(nèi)分離填料分離后，脫水塔塔頂氣體的溫度為50土 1°C，脫水塔塔頂操作壓力為13kPa ;脫酸塔再沸器將脫酸塔塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成99 ± I °C的氣體，經(jīng)脫酸塔內(nèi)分離填料分離后，脫酸塔塔頂氣體的溫度為83土 1°C，脫酸塔塔頂操作壓力為6kPa。
[0009]優(yōu)選的設(shè)置是，脫水塔內(nèi)塔釜向塔頂呈溫度遞減梯度，所述中間塔板設(shè)置在70°C位置處，收集于該中間塔板上的70°C液體被脫水塔中間再沸器重新加熱汽化成70°C的氣體后再進(jìn)入脫水塔內(nèi)。
[0010]優(yōu)選地，脫水塔再沸器和/或脫酸塔再沸器以低壓蒸汽作為加熱熱源。
[0011]本發(fā)明在脫水塔的塔釜與塔頂之間增設(shè)一塊中間塔板，用于收集塔內(nèi)流下的液體，并通過(guò)外接的脫水塔中間再沸器重新加熱汽化成相同溫度的氣體送入脫水塔內(nèi)，脫水塔中間再沸器采用脫酸塔塔頂?shù)臍怏w(氣相DMAC)作為加熱熱源，充分利用脫酸塔頂部的氣相DMAC的液化潛熱，可以減少脫水塔再沸器低壓蒸汽消耗量，有利于節(jié)省額外熱能消耗，環(huán)保節(jié)能，降低了生產(chǎn)成本。
[0012]本發(fā)明中采用83°C的氣相DMAC作為熱源對(duì)脫水塔內(nèi)70°C的液體進(jìn)行加熱汽化，
可以確保汽化可靠，提高換熱效率。
[0013]與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的優(yōu)點(diǎn)在于:通過(guò)在脫水塔的塔釜與塔頂之間增設(shè)中間塔板，收集于該中間塔板的液體由脫水塔中間再沸器重新加熱汽化后送回塔內(nèi)，并采用脫酸塔塔頂?shù)臍庀郉MAC作為脫水塔中間再沸器的加熱熱源，節(jié)省了脫水塔再沸器的額外熱能消耗，節(jié)能環(huán)保，降低了生產(chǎn)成本。

【專利附圖】

【附圖說(shuō)明】
[0014]圖1為現(xiàn)有氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)流程示意圖；
圖2為本發(fā)明實(shí)施例中溶劑DMAC精制系統(tǒng)流程示意圖。

【具體實(shí)施方式】
[0015]以下結(jié)合附圖實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)描述。
[0016]如圖2所示，本實(shí)施例中的氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程DMAC精制系統(tǒng)，包括:串聯(lián)相接的脫水系統(tǒng)和脫酸系統(tǒng)，其中脫水系統(tǒng)包括:脫水塔11、脫水塔再沸器12、脫水塔冷凝器13、脫水塔回流罐14、脫水塔回流泵15和脫水塔釜出料泵16，脫酸塔系統(tǒng)包括:脫酸塔21、脫酸塔再沸器22、脫酸塔冷凝器23、脫酸塔回流罐24、脫酸塔回流泵25和脫酸塔釜出料泵26，脫水塔11塔頂操作壓力為13kPa(A)，塔頂溫度50°C，塔釜溫度109°C，脫酸塔21塔頂操作壓力為6kPa (A)，塔頂溫度83 °C，塔釜溫度99 °C，從脫水塔11塔釜向塔頂是一個(gè)溫度遞減梯度，在脫水塔11的塔釜與塔頂之間70°C處設(shè)置中間塔板18，中間塔板18底部液相引出管口外接脫水塔中間再沸器17的管程的底部管口，脫水塔中間再沸器17管程的上部管口與中間塔板18上方氣相管口相接，脫酸塔21塔頂管道與脫水塔中間再沸器17的上側(cè)氣相管口連接，脫水塔中間再沸器17殼程下側(cè)液相管口接到脫酸塔回流罐24，收集于中間塔板18的液體被引出接入脫水塔中間再沸器17，經(jīng)加熱汽化成70°C的氣體后再接入中間塔板18上部。
[0017]上述DMAC精制系統(tǒng)的作業(yè)流程為，含有雜質(zhì)的溶劑DMAC從脫水塔11中部送入，脫水塔再沸器12以低壓蒸汽為熱源將脫水塔11塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成上升109°C氣體，脫水塔中間再沸器17將收集于中間塔板18處的70°C液體重新加熱汽化成70°C的氣體，再接入脫水塔11內(nèi)，經(jīng)脫水塔11內(nèi)分離填料分離后，上升至脫水塔11塔頂?shù)臍怏w(主要為50°C的水和胺類)由脫水塔冷凝器13冷卻成液體送入脫水塔回流罐14，脫水塔回流泵15將脫水塔回流罐14內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫水塔11內(nèi)一部分排出系統(tǒng)，脫水塔11塔釜內(nèi)經(jīng)去除水的溶劑DMAC由脫水塔釜出料泵16送入脫酸塔21中部，脫酸塔再沸器22將脫酸塔21塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成99°C的氣體，經(jīng)脫酸塔21內(nèi)分離填料分離后，上升至脫酸塔21塔頂?shù)臍怏w(主要為83°C的氣相DMAC)，一部分由脫酸塔冷凝器23冷卻成液體送入脫酸塔回流罐24，一部分接入脫水塔中間再沸器17的熱側(cè)作為加熱熱源，重新冷卻成83°C的液體后再送入脫酸塔回流罐24，脫酸塔回流泵25將脫酸塔回流罐24內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫酸塔21內(nèi)一部分外排收集，即得溶劑DMAC成品，脫酸塔21塔釜內(nèi)的殘余液體由脫酸塔釜出料泵26排出系統(tǒng)。
[0018]本實(shí)施例中，脫水塔再沸器12和脫酸塔再沸器22均以低壓蒸汽作為加熱熱源。脫水塔冷凝器13和脫酸塔冷凝器23均以32°C冷卻水作為冷凝介質(zhì)。
[0019]經(jīng)濟(jì)測(cè)算:
年產(chǎn)2萬(wàn)噸的氨綸干法紡絲工廠需要配套的DMAC精制裝置為5噸/小時(shí)，以5噸/小時(shí)裝置來(lái)測(cè)算節(jié)能效果。
[0020]脫酸塔21塔頂氣相DMAC的溫度為83 °C，流量8540kg/h，汽化潛熱為526.23kJ/kg,氣相DMAC冷卻到同溫度下的液相DMAC，可以釋放出的熱量為8540kg/hX 526.23kJ/kg=4.494X106 kj/h。
[0021]本發(fā)明將脫酸塔21塔頂氣相一部分作為脫水塔中間再沸器17的熱源，可以減少脫水塔再沸器12的低壓蒸汽消耗量。根據(jù)工藝流程計(jì)算，脫酸塔21塔頂氣相DAMC流量的60%可以提供給脫水塔中間再沸器17作為加熱介質(zhì)，0.3MPa(G)的低壓蒸汽蒸發(fā)潛熱為2133.4kJ/kg，所以提供給脫水塔中間再沸器17的熱量值相當(dāng)于低壓蒸汽的量為4.494X 15 kj/h + 2133.4kJ/kgX60%=1264kg/h。原工藝技術(shù)脫水塔再沸器12需要消耗的低壓蒸汽量為2165kg/h，采用本專利技術(shù)后，可以節(jié)約的低壓蒸汽量為1.264t/h，蒸汽單價(jià)按180元/噸計(jì)，節(jié)約的能源費(fèi)用為:
1.264 t/h X 180 元 / 噸 X 24h X 350 天=191 萬(wàn)元 / 年。
[0022]上述技術(shù)方案中，在脫水塔11塔釜與塔頂之間設(shè)置中間塔板18，脫水塔中間再沸器17對(duì)收集于該塔板上的液體重新加熱汽化后送回脫水塔11內(nèi)，并將脫酸塔21塔頂一部分氣相作為脫水塔中間再沸器17的加熱熱源，可以減少脫水塔再沸器12的低壓蒸汽消耗量，環(huán)保節(jié)能，減小了企業(yè)生產(chǎn)成本。
【權(quán)利要求】
1.一種氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程0嫩?:精制系統(tǒng)，包括串聯(lián)相接的脫水系統(tǒng)和脫酸系統(tǒng)，其中脫水系統(tǒng)包括:脫水塔〔10、脫水塔再沸器〔12\脫水塔冷凝器(131脫水塔回流罐(“)、脫水塔回流泵(15)和脫水塔釜出料泵(16),脫酸塔系統(tǒng)包括:脫酸塔〔20、脫酸塔再沸器(22)5脫酸塔冷凝器〔23\脫酸塔回流罐〔24\脫酸塔回流泵(25)和脫酸塔釜出料泵(26),其特征在于:所述脫水塔的塔釜與塔頂之間設(shè)置有中間塔板(18),所述中間塔板(18)底部液相引出管口外接脫水塔中間再沸器(17)的管程的底部管口，脫水塔中間再沸器(17)管程的上部管口與中間塔板(18)上方氣相管口相接，脫酸塔(21)塔頂管道與脫水塔中間再沸器(17)的上側(cè)氣相管口連接，脫水塔中間再沸器(17)殼程下側(cè)液相管口接到脫酸塔回流罐(24):含有雜質(zhì)的溶劑0嫩從脫水塔(11)中部送入，脫水塔再沸器(12 )將脫水塔(11)塔釜內(nèi)的液體加熱汽化，脫水塔中間再沸器(17)對(duì)收集于中間塔板(18)的液體重新加熱汽化后送回到脫水塔內(nèi)，上升至脫水塔(11)塔頂?shù)臍怏w由脫水塔冷凝器(13)冷卻成液體送入脫水塔回流罐(14),脫水塔回流泵(15)將脫水塔回流罐(14)內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫水塔(11)內(nèi)一部分排出系統(tǒng)，脫水塔(11)塔釜內(nèi)經(jīng)去除水的溶劑由脫水塔釜出料泵(16)送入脫酸塔(21)中部，脫酸塔再沸器(22)將脫酸塔(21)塔釜內(nèi)的液體加熱汽化，上升至脫酸塔(21)塔頂?shù)臍怏w一部分由脫酸塔冷凝器(23)冷卻成液體送入脫酸塔回流罐(24), —部分接入脫水塔中間再沸器(17)作為加熱熱源，重新冷卻成液體后再送入脫酸塔回流罐(24),脫酸塔回流泵(25)將脫酸塔回流罐(24)內(nèi)的液體加壓后一部分回流至脫酸塔(21)內(nèi)一部分外排收集，即得溶劑成品。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程0嫩精制系統(tǒng)，其特征在于:脫水塔再沸器(12)將脫水塔(11)塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成109 土 1V的氣體，經(jīng)脫水塔(11)內(nèi)分離填料分離后，脫水塔(11)塔頂氣體的溫度為50 ± 1X:，脫水塔(11)塔頂操作壓力為13-- ；脫酸塔再沸器(22)將脫酸塔(21)塔釜內(nèi)的液體加熱汽化成99 ± 1X:的氣體，經(jīng)脫酸塔(21)內(nèi)分離填料分離后，脫酸塔(21)塔頂氣體的溫度為83 ± 1X:，脫酸塔(21)塔頂操作壓力為6^？80
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程0嫩精制系統(tǒng)，其特征在于內(nèi)塔釜向塔頂呈溫度遞減梯度，所述中間塔板(18)設(shè)置在701:位置處，收集于該中間塔板(18)上的701:液體被脫水塔中間再沸器(17)重新加熱汽化成701:的氣體后再進(jìn)入脫水塔(11)內(nèi)。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的氨綸紡絲生產(chǎn)過(guò)程0嫩精制系統(tǒng)，其特征在于:脫水塔再沸器(12)和丨或脫酸塔再沸器(22)以低壓蒸汽作為加熱熱源。
【文檔編號(hào)】C07C233/05GK104478752SQ201410682735
【公開(kāi)日】2015年4月1日 申請(qǐng)日期:2014年11月25日 優(yōu)先權(quán)日:2014年11月25日
【發(fā)明者】顧奕, 張益興 申請(qǐng)人:江陰中綠化纖工藝技術(shù)有限公司