从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法
【专利摘要】本发明涉及一种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法。丁醇-醋酸丁酯含量为1-5％(质量分数)的废水经过精馏塔塔釜液预热，再经换热器加热后达到80-85℃进入闪蒸塔，闪蒸塔塔顶馏出液进入精馏塔进行分离。精馏塔塔顶的列管式换热器连接减压器，使得精馏塔和列管式换热器壳程维持在绝对压力35kPa以下。塔顶蒸汽被冷凝后进入分相罐，轻相进入待检罐，重相回流，塔釜液经冷却到30-35℃后排放。本发明提高了丁醇和醋酸丁酯的回收率，通过减压蒸馏和热量综合利用，能够降低能耗，具有显著的实用性和经济性。
【专利说明】从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法
【技术领域】
[0001] 本发明涉及一种从抗生素生产废水中闪蒸及精馏回收分离丁醇-醋酸丁酯的工 艺方法。
【背景技术】
[0002] 抗生素自被人类发现以来，就一直广泛被用于临床医学中，是人类控制感染性疾 病，保障身体健康及防治动植物病害的重要化学药物。随着制药行业的发展，抗生素的种类 也不断增加，至今已逾百种。我国的抗生素生产业发展迅猛，现已有300多家企业生产占世 界原料药产量的20-30%的70多个品种的抗生素，成为世界上主要的抗生素制剂生产国之 〇
[0003] 国内生产抗生素产量巨大，丁醇以及醋酸丁酯是抗生素生产过程中的重要溶媒。 因此，在生产过程中产生大量的丁醇-醋酸丁酯废水，且其中丁醇和醋酸丁酯含量很低，约 1-8% (质量分数）左右。一般采用常规的精馏方法将丁醇和醋酸丁酯直接蒸出来。然而， 因其组成含量极低，其中大部分为水，蒸馏过程中所需蒸汽量过大，消耗的能耗偏高。
[0004] 现有工艺之所以耗能大的主要原因有：精馏塔塔釜排出的液体热量回收不充分； 工艺为常压操作，其组分间相对挥发度小，分离相对困难，需要较大的回流量才可在相同塔 板数的情况下实现分离要求。
【发明内容】
[0005] 本发明的目的在于提供一种从抗生素生产废水中经闪蒸精馏回收丁醇-醋酸丁 酯的工艺方法。该工艺方法利用闪蒸、减压蒸馏以及热量综合利用技术，能够降低分离过程 中所需的能耗。
[0006] 为达此目的，本发明采用以下技术方案：
[0007] -种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，所述工艺方法包括以 下步骤：
[0008] 1)含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水首先在管式换热器中与精馏塔的塔釜液 换热，再流入换热器中加热，加热后依次进入第一闪蒸塔和第二闪蒸塔中进行减压闪蒸；
[0009] 2)第一闪蒸塔和第二闪蒸塔塔顶馏出蒸汽同时进入精馏塔中进行减压精馏；第 二闪蒸塔底部废水排放；
[0010] 3)精馏塔塔顶馏出蒸汽进入列管式换热器冷凝，冷凝后进入分相罐分相，重相回 流，轻相丁醇-醋酸丁酯混合物作为成品采出；
[0011] 4)精馏塔塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器中换热后排放。
[0012] 所述步骤3)中，轻相先流入待检罐，检验合格后可作为成品采出。
[0013] 在精馏塔的底部设有再沸器，用于加热精馏塔塔底液体。
[0014] 步骤1)所述的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水中，所述丁醇-醋酸丁酯的质 量分数为1-5%。所述质量分数可选择1.02%，L46%，2%，2.4%，3. 1%，3·7%，4·3%， 4.9% 等。
[0015] 所述含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水的温度为20-40°C。所述温度可选择 20. 1。。，21. 3。。，22。。，22. 8。。，23. 4。。，24。。，24. 7。。等。
[0016] 所述含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水经管式换热器和换热器换热后温度为 80-85°C。所述温度可选择80. 02°C，80. 3°C，81°C，81. 7°C，82. 4°C，83°C，83. 8°C，84. 8°C等。
[0017] 步骤2)中所述第一闪蒸塔通过其顶部连接的第一减压器维持在绝对压力 0· 4-0. 7atm。例如可选择 0· 41atm，0· 48atm，0· 53atm，0· 59atm，0· 6atm，0· 62atm，0· 69atm 等。
[0018] 步骤2)所述第二闪蒸塔通过其顶部连接的第二减压器维持在绝对压力8_12kPa。 例如可选择 8. 02kPa，8. 43kPa，8. 9kPa，9. 5kPa，10. 8kPa，11. 3kPa，11. 9kPa 等。
[0019] 步骤3)所述列管式换热器顶端连接第三减压器，使得精馏塔内、列管式换热器壳 程和分相罐内的压力维持在绝对压强35kPa以下。
[0020] 步骤3)所述精馏塔塔顶流出温度为60_65°C，经列管式换热器冷凝后温度为 35-40°C。所述塔顶流出温度可选择 60. 01°C，60. 2°C，61°C，61. 7°C，62. 2°C，63°C，63. 5°C， 64. 2 °C，64. 9 °C 等。所述冷凝后温度可选择 35. 03 °C，35. 12 °C，35. 5 °C，36 °C，36. 7 °C， 37. 2。。，38。。，38. 6。。，39. 7。。等。
[0021] 步骤4)所述精馏塔塔釜液在管式换热器中换热至40°C以下排放。所述温度可选 择 30-40°C或 30-35°C等。
[0022] -种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，所述工艺方法经工艺 条件优化后包括以下步骤：
[0023] 1)温度为20_40°C的、含丁醇-醋酸丁酯质量分数1-5%的抗生素生产废水首先 在管式换热器中与精馏塔的塔釜液换热，再流入换热器中加热至80_85°C后，依次进入第一 闪蒸塔和第二闪蒸塔中进行减压闪蒸；所述第一闪蒸塔通过其顶部连接的第一减压器维持 在绝对压力0. 4-0. 7atm ;所述第二闪蒸塔通过其顶部连接的第二减压器维持在绝对压力 8-12kPa ；
[0024] 2)第一闪蒸塔和第二闪蒸塔塔顶馏出的80_85°C的蒸汽同时进入精馏塔中进行 减压精馏；第二闪蒸塔底部废水排放；
[0025] 3)精馏塔塔顶馏出的60_65°C的蒸汽进入列管式换热器冷凝至35_40°C后进入分 相罐分相，重相回流，轻相作为成品采出；所述列管式换热器顶部连接第三减压器，使得精 馏塔内、列管式换热器壳程和分相罐内的压力维持在绝对压强35kPa以下；
[0026] 4)精馏塔塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器中换热至40°C以下排放。
[0027] 与已有技术方案相比，本发明具有以下有益效果：
[0028] 本发明采用先减压闪蒸，使废水中一部分水可进行直接排放，闪蒸蒸汽进入精馏 塔进行减压蒸馏。精馏塔在低压下操作，压力的降低使得物系中组分之间的相对挥发度增 大，有利于分离过程的进行。同时由于经过闪蒸，使得废水中的组成发生变化，水的质量分 数减小，使精馏负荷减小，降低能耗。且精馏塔的操作压力降低，使得组分的饱和蒸汽压降 低，由液相变为汽相所需的汽化潜热降低，从而降低塔底再沸器热负荷。此外，精馏塔塔釜 液经管式换热器与原料液进行换热，可极大限度降低排放的釜底液温度，充分回收利用塔 釜液的热量。
【专利附图】
【附图说明】
[0029] 图1是本发明工艺流程图。
[0030] 图中：101-储罐；103-第一闪蒸塔；104-第一减压器；105-第二减压器；106-第 二闪蒸塔；107-管式换热器；108-换热器；109-精馏塔；110-列管式换热器；112-分相罐； 113-第三减压器；1021-第一料液泵；1022-第二料液泵；1023-第三料液泵；1024-第四料 液泵；1025-第五料液泵。
[0031] 下面对本发明进一步详细说明。但下述的实例仅仅是本发明的简易例子，并不代 表或限制本发明的权利保护范围，本发明的保护范围以权利要求书为准。
【具体实施方式】
[0032] 下面结合附图并通过【具体实施方式】来进一步说明本发明的技术方案。
[0033] 为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，本发明的典型但非限制性的 实施例如下：
[0034] 如图1所示，本发明提供了一种从抗生素生产废水中闪蒸减压蒸馏回收丁醇-醋 酸丁酯的工艺方法：
[0035] 温度为20_40°C，含丁醇-醋酸丁酯质量分数1-5%的抗生素生产废水从储罐101 中经第一料液泵1021泵入管式换热器107管程，与精馏塔109塔釜液进行热量交换，然后 进入换热器108,控制换热器108出口排出水温度为30-45°C。从换热器108流出的废水 (80-85°C )经第二料液泵1022进入第一闪蒸塔103。
[0036] 第一闪蒸塔103塔底出口塔釜液直接进入第二闪蒸塔106,第二闪蒸塔106塔 底废水直接排出。所述第一闪蒸塔103通过其顶部连接的第一减压器104维持在绝对压 力0· 4-0. 7atm ;所述第二闪蒸塔106通过其顶部连接的第二减压器105维持在绝对压力 8_12kPa。
[0037] 第一闪蒸塔103和第二闪蒸塔106塔顶馏出的80_85°C的蒸汽分别经第三料液泵 1023和第四料液泵1024泵入精馏塔109进行减压蒸馏，精馏塔109塔顶馏出的60-65°C的 蒸汽流入列管式换热器110,使馏出液全部冷凝，冷凝温度为35-40°C左右。列管式换热器 110壳程连接第三减压器113,使精馏塔内、列管式换热器110壳程和分相罐112内的压力 维持在绝对压强35kPa以下。冷凝液从列管式换热器110流出后靠重力流入分相罐112分 相，重相水分含量多，回流至精馏塔109顶部。轻相丁醇-醋酸丁酯混合物中水含量少，流 入待检罐检验合格后作为成品米出。
[0038] 精馏塔109塔釜液经第五料液泵1025泵入管式换热器107,与作为进料的含丁 醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水进行热量交换，将塔釜液温度降低到40°C以下排放。
[0039] 在图1中可以看出，储罐101的出口与第一料液泵1021吸入口相连，第一料液泵 1021排出口连接到管式换热器107管程入口。管式换热器107管程出口连接换热器108， 换热器108出口处连接第二料液泵1022入口处，第二料液泵1022排出口连接到第一闪蒸 塔103入口，第一闪蒸塔103塔底出口连接到第二闪蒸塔106入口，第一闪蒸塔103塔顶出 口连接精馏塔109料液进口，第二闪蒸塔104塔底直接排放，其塔顶出口连接精馏塔109料 液进口。
[0040] 精馏塔109塔顶出口连接列管式换热器110壳程入口，列管式换热器110出口连 接分相罐112。分相罐112轻相出口连接待检罐，重相出口连接精馏塔109回流口。
[0041] 第一闪蒸塔103连接第一减压器104入口，第二闪蒸塔106连接第二减压器105 入口，列管式换热器110壳程的不凝气出口连接第三减压器113。
[0042] 精馏塔109塔釜液出口连接第五料液泵1025入口，第五料液泵1025出口连接管 式换热器107壳程入口，管式换热器107出口连接排放管路。
[0043] 实施例1
[0044] 一种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，所述工艺方法经包括 以下步骤：
[0045] 1)温度为20°C的、含丁醇-醋酸丁酯质量分数2%的抗生素生产废水首先在管式 换热器中与精馏塔的塔釜液换热，再流入换热器中加热至81°C后，依次进入第一闪蒸塔和 第二闪蒸塔中进行减压闪蒸；所述第一闪蒸塔通过其顶部连接的第一减压器维持在绝对压 力0· 578atm ;所述第二闪蒸塔通过其顶部连接的第二减压器维持在绝对压力8. 5kPa ;
[0046] 2)第一闪蒸塔和第二闪蒸塔塔顶馏出的82°C的蒸汽进入精馏塔中进行减压精 馏；第二闪蒸塔底部废水排放；
[0047] 3)精馏塔塔顶馏出的63. 5°C的蒸汽进入列管式换热器冷凝至37°C后进入分相罐 分相，重相回流，轻相作为成品采出；所述列管式换热器顶部连接第三减压器，使得精馏塔 内、列管式换热器壳程和分相罐内的压力维持在绝对压强35kPa以下；
[0048] 4)精馏塔塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器中换热至40°C以下排放。
[0049] 实施例2
[0050] -种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，所述工艺方法经包括 以下步骤：
[0051] 1)温度为40°C的、含丁醇-醋酸丁酯质量分数1 %的抗生素生产废水首先在管式 换热器中与精馏塔的塔釜液换热，再流入换热器中加热至80°C后，依次进入第一闪蒸塔和 第二闪蒸塔中进行减压闪蒸；所述第一闪蒸塔通过其顶部连接的第一减压器维持在绝对压 力0· 4atm ;所述第二闪蒸塔通过其顶部连接的第二减压器维持在绝对压力12kPa ;
[0052] 2)第一闪蒸塔和第二闪蒸塔塔顶馏出的85°C的蒸汽进入精馏塔中进行减压精 馏；第二闪蒸塔底部废水排放；
[0053] 3)精馏塔塔顶馏出的60°C的蒸汽进入列管式换热器冷凝至40°C后进入分相罐分 相，重相回流，轻相作为成品采出；所述列管式换热器顶部连接第三减压器，使得精馏塔内、 列管式换热器壳程和分相罐内的压力维持在绝对压强35kPa以下；
[0054] 4)精馏塔塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器中换热至40°C以下排放。
[0055] 实施例3
[0056] -种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，所述工艺方法经包括 以下步骤：
[0057] 1)温度为26°C的、含丁醇-醋酸丁酯质量分数5%的抗生素生产废水首先在管式 换热器中与精馏塔的塔釜液换热，再流入换热器中加热至85°C后，依次进入第一闪蒸塔和 第二闪蒸塔中进行减压闪蒸；所述第一闪蒸塔通过其顶部连接的第一减压器维持在绝对压 力0· 7atm ;所述第二闪蒸塔通过其顶部连接的第二减压器维持在绝对压力8kPa ;
[0058] 2)第一闪蒸塔和第二闪蒸塔塔顶馏出的80°C的蒸汽进入精馏塔中进行减压精 馏；第二闪蒸塔底部废水排放；
[0059] 3)精馏塔塔顶馏出的65°C的蒸汽进入列管式换热器冷凝至35°C后进入分相罐分 相，重相回流，轻相作为成品采出；所述列管式换热器顶部连接第三减压器，使得精馏塔内、 列管式换热器壳程和分相罐内的压力维持在绝对压强35kPa以下；
[0060] 4)精馏塔塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器中换热至40°C以下排放。
[0061] 应用实例：
[0062] 以每小时处理30吨抗生素生产废水为例，其中丁醇含量为3%，醋酸丁酯含量为 1%。
[0063] 废水原料液温度30°C，经过与精馏塔塔釜液换热，换热器加热后入塔温度为 85°C，闪蒸后排放掉30%的废水。闪蒸后的蒸汽进入精馏塔进行减压蒸馏，塔顶温度65°C， 塔釜温度70°C，塔顶冷凝液温度40°C，排放塔釜液温度为35°C，此时精馏塔塔釜液中水含 量几乎达到1，丁酯-醋酸丁酯的含量为痕量。此时每小时排放废水量为2. 86吨，每小时消 耗蒸汽量比原工艺常压操作分离相同要求每小时节省蒸汽量〇. 14吨。
[0064] 与原工艺相比丁酯醋酸丁酯回收率有所提高，且节省了部分蒸汽量。
[0065] 申请人:声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的工艺方法，但本发明并不局 限于上述操作步骤，即不意味着本发明必须依赖上述操作步骤才能实施。所属【技术领域】的 技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明所选用原料的等效替换及辅助成分的 添加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。
[0066] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中 的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这 些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0067] 另外需要说明的是，在上述【具体实施方式】中所描述的各个具体技术特征，在不矛 盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可 能的组合方式不再另行说明。
[0068] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本 发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
【权利要求】
1. 一种从抗生素生产废水中回收丁醇-醋酸丁酯的工艺方法，其特征在于，所述工艺 方法包括以下步骤： 1) 含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水首先在管式换热器（107)中与精馏塔（109)的 塔釜液换热，再流入换热器（108)中加热，加热后依次进入第一闪蒸塔（103)和第二闪蒸塔 (106)中进行减压闪蒸； 2) 第一闪蒸塔（103)和第二闪蒸塔（106)塔顶馏出蒸汽同时进入精馏塔（109)中进行 减压精馏；第二闪蒸塔（106)底部废水排放； 3) 精馏塔（109)塔顶馏出蒸汽进入列管式换热器（110)冷凝，冷凝后进入分相罐 (112)分相，重相回流，轻相丁醇-醋酸丁酯混合物作为成品采出； 4) 精馏塔（109)塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器（107)中换热后排放。
2. 根据权利要求1所述的工艺方法，其特征在于，步骤1)所述的含丁醇-醋酸丁酯的 抗生素生产废水中，所述丁醇-醋酸丁酯的质量分数为1-5%。
3. 根据权利要求1或2所述的工艺方法，其特征在于，所述含丁醇-醋酸丁酯的抗生素 生产废水的温度为20-40°C。
4. 根据权利要求1-3之一所述的工艺方法，其特征在于，所述含丁醇-醋酸丁酯的抗生 素生产废水经管式换热器（107)和换热器（108)换热后温度为80-85°C。
5. 根据权利要求1-4之一所述的工艺方法，其特征在于，步骤2)中所述第一闪蒸塔 (103)通过其顶部连接的第一减压器（104)维持在绝对压力0· 4-0. 7atm。
6. 根据权利要求1-5之一所述的工艺方法，其特征在于，步骤2)所述第二闪蒸塔 (106)通过其顶部连接的第二减压器（105)维持在绝对压力8-12kPa。
7. 根据权利要求1-6之一所述的工艺方法，其特征在于，步骤3)所述列管式换热器 (110)顶端连接第三减压器（113)，使得精馏塔（109)内、列管式换热器（110)壳程和分相 罐（112)内的压力维持在绝对压强35kPa以下。
8. 根据权利要求1-7之一所述的工艺方法，其特征在于，步骤3)所述精馏塔（109)塔 顶流出温度为60-65°C，经列管式换热器（110)冷凝后温度为35-40°C。
9. 根据权利要求1-8之一所述的工艺方法，其特征在于，步骤4)所述精馏塔（109)塔 釜液在管式换热器（107)中换热至40°C以下排放。
10. 根据权利要求1-9之一所述的工艺方法，其特征在于，所述工艺方法包括以下步 骤： 1) 温度为20-40°C的、含丁醇-醋酸丁酯质量分数1-5%的抗生素生产废水首先在管式 换热器（107)中与精馏塔（109)的塔釜液换热，再流入换热器（108)中加热至80-85°C后， 依次进入第一闪蒸塔（103)和第二闪蒸塔（106)中进行减压闪蒸；所述第一闪蒸塔（103) 通过其顶部连接的第一减压器（104)维持在绝对压力0· 4-0. 7atm ;所述第二闪蒸塔（106) 通过其顶部连接的第二减压器（105)维持在绝对压力8-12kPa ; 2) 第一闪蒸塔（103)和第二闪蒸塔（106)塔顶馏出的80-85°C的蒸汽同时进入精馏塔 (109)中进行减压精馏；第二闪蒸塔（106)底部废水排放； 3) 精馏塔（109)塔顶馏出的60-65°C的蒸汽进入列管式换热器（110)冷凝至35-40°C 后进入分相罐（112)分相，重相回流，轻相丁醇-醋酸丁酯混合物作为成品采出；所述列管 式换热器（110)顶部连接第三减压器（113)，使得精馏塔（109)内、列管式换热器（110)壳 程和分相罐（112)内的压力维持在绝对压强35kPa以下； 4)精馏塔（109)塔釜液与作为进料的含丁醇-醋酸丁酯的抗生素生产废水在管式换热 器（107)中换热至40°C以下排放。
【文档编号】C07C67/54GK104151136SQ201410365900
【公开日】2014年11月19日 申请日期:2014年7月29日 优先权日:2014年7月29日
【发明者】李春利, 方静, 辛彦荣, 余迎新, 王荣良 申请人:河北工业大学