一种氨纶纺丝生产过程dmac精制系统的制作方法
【专利摘要】本发明涉及一种氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统，包括串联相接的脱水系统和脱酸系统，其中脱水系统包括：脱水塔、脱水塔再沸器、脱水塔冷凝器、脱水塔回流罐、脱水塔回流泵和脱水塔釜出料泵，脱酸塔系统包括：脱酸塔、脱酸塔再沸器、脱酸塔冷凝器、脱酸塔回流罐、脱酸塔回流泵和脱酸塔釜出料泵，所述脱水塔的塔釜与塔顶之间设置有中间塔板，收集于中间塔板的液体由脱水塔中间再沸器重新加热汽化后送回至脱水塔内，脱酸塔塔顶管道分支与脱水塔中间再沸器的上侧气相管口连接，以脱酸塔塔顶的部分气相DMAC作为脱水塔中间再沸器的加热热源。该设置大大节省了脱水塔再沸器的低压蒸汽消耗，减少了能源消耗，节能环保，降低了企业生产成本。
【专利说明】一种氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统
【技术领域】
[0001]本发明涉及一种氨纶纺丝过程中DMAC回收精制系统。
【背景技术】
[0002]在氨纶的干法纺丝生产过程中，需要使用溶剂DMAC (N，N-二甲基乙酰胺)。溶剂DMAC在聚合过程中加入，用于聚合物的分散，在纺丝过程中被分离出来。经分离收集后的溶剂DMAC需要经过精制过程(减压精馏)，将溶剂DMAC中的水、胺类、乙酸等杂质去除后，回到聚合过程中再利用。
[0003]现有溶剂DMAC的回收精制系统由两塔系统组成，第一个塔为脱水塔，主要是将溶剂DMAC中的水和胺类等轻组份除去。第二塔为脱酸塔，主要是将溶剂DMAC中的乙酸以及乙酸化合物等重组份除去，最终在第二塔的中上侧线采出合格的溶剂DMAC。具体的工艺流程描述如下:
如图1所示，含有杂质的溶剂DMAC被送入脱水塔11的中部，脱水塔11塔顶操作压力为13kPa (A)，塔顶温度50°C，塔釜温度109°C，塔釜采用再沸器12，用低压蒸汽作为热源加热塔釜液使其汽化，塔顶采用冷凝器13，用循环冷却水作为冷源，将塔顶气体冷却成液体(主要成份为水和胺类)进入回流罐14，收集的冷凝液经回流泵15加压后一部分回流塔内，一部分排出系统。
[0004]用输送泵16将脱水塔塔釜经去除水的溶剂DMAC送入脱酸塔21的中部，脱酸塔塔顶操作压力为6kPa(A)，塔顶温度83°C，塔釜温度99°C，塔釜采用再沸器22，用低压蒸汽作为热源加热塔釜液使其汽化，塔顶采用冷凝器23，用循环冷却水作为冷源，将塔顶气体冷却成液体(主要成份为溶剂DMAC)进入回流罐24，收集的冷凝液经回流泵25加压后一部分回流塔内，一部分排出系统。溶剂DMAC成品从塔上部侧线采出，供聚合过程使用。
[0005]上述溶剂DMAC回收精制系统中设置有脱水再沸器和脱酸再沸器，且均采用低压蒸汽作为热源，热能消耗较大。特别对于脱水塔，塔釜和塔顶温差较大，从塔釜到塔顶呈温度递减梯度，气体在上升过程中随着组成的不断变化，沸点也会降低，部分气相会冷凝成液体流下，增加系统能耗。
【发明内容】
[0006]本发明所要解决的技术问题是针对上述现有技术提供一种氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统，在保证DMAC精制质量和产量的前提下，能够节约脱水塔内再加热低压蒸汽消耗，降低企业生产成本。
[0007]本发明解决上述问题所采用的技术方案为:一种氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统，包括串联相接的脱水系统和脱酸系统，其中脱水系统包括:脱水塔、脱水塔再沸器、脱水塔冷凝器、脱水塔回流罐、脱水塔回流泵和脱水塔釜出料泵，脱酸塔系统包括:脱酸塔、脱酸塔再沸器、脱酸塔冷凝器、脱酸塔回流罐、脱酸塔回流泵和脱酸塔釜出料泵，所述脱水塔的塔釜与塔顶之间设置有中间塔板，所述中间塔板底部液相引出管口外接脱水塔中间再沸器的管程的底部管口，脱水塔中间再沸器管程的上部管口与中间塔板上方气相管口相接，脱酸塔塔顶管道与脱水塔中间再沸器的上侧气相管口连接，脱水塔中间再沸器壳程下侧液相管口接到脱酸塔回流罐；含有杂质的溶剂DMAC从脱水塔中部送入，脱水塔再沸器将脱水塔塔釜内的液体加热汽化，脱水塔中间再沸器对收集于中间塔板的液体重新加热汽化后送回到脱水塔内，上升至脱水塔塔顶的气体由脱水塔冷凝器冷却成液体送入脱水塔回流罐，脱水塔回流泵将脱水塔回流罐内的液体加压后一部分回流至脱水塔内一部分排出系统，脱水塔塔釜内经去除水的溶剂DMAC由脱水塔釜出料泵送入脱酸塔中部，脱酸塔再沸器将脱酸塔塔釜内的液体加热汽化，上升至脱酸塔塔顶的气体一部分由脱酸塔冷凝器冷却成液体送入脱酸塔回流罐，一部分接入脱水塔中间再沸器作为加热热源，重新冷却成液体后再送入脱酸塔回流罐，脱酸塔回流泵将脱酸塔回流罐内的液体加压后一部分回流至脱酸塔内一部分外排收集，即得溶剂DMAC成品。
[0008]优选的工艺是，脱水塔再沸器将脱水塔塔釜内的液体加热汽化成109± 10C的气体，经脱水塔内分离填料分离后，脱水塔塔顶气体的温度为50土 1°C，脱水塔塔顶操作压力为13kPa ;脱酸塔再沸器将脱酸塔塔釜内的液体加热汽化成99 ± I °C的气体，经脱酸塔内分离填料分离后，脱酸塔塔顶气体的温度为83土 1°C，脱酸塔塔顶操作压力为6kPa。
[0009]优选的设置是，脱水塔内塔釜向塔顶呈温度递减梯度，所述中间塔板设置在70°C位置处，收集于该中间塔板上的70°C液体被脱水塔中间再沸器重新加热汽化成70°C的气体后再进入脱水塔内。
[0010]优选地，脱水塔再沸器和/或脱酸塔再沸器以低压蒸汽作为加热热源。
[0011]本发明在脱水塔的塔釜与塔顶之间增设一块中间塔板，用于收集塔内流下的液体，并通过外接的脱水塔中间再沸器重新加热汽化成相同温度的气体送入脱水塔内，脱水塔中间再沸器采用脱酸塔塔顶的气体(气相DMAC)作为加热热源，充分利用脱酸塔顶部的气相DMAC的液化潜热，可以减少脱水塔再沸器低压蒸汽消耗量，有利于节省额外热能消耗，环保节能，降低了生产成本。
[0012]本发明中采用83°C的气相DMAC作为热源对脱水塔内70°C的液体进行加热汽化，
可以确保汽化可靠，提高换热效率。
[0013]与现有技术相比，本发明的优点在于:通过在脱水塔的塔釜与塔顶之间增设中间塔板，收集于该中间塔板的液体由脱水塔中间再沸器重新加热汽化后送回塔内，并采用脱酸塔塔顶的气相DMAC作为脱水塔中间再沸器的加热热源，节省了脱水塔再沸器的额外热能消耗，节能环保，降低了生产成本。
【专利附图】
【附图说明】
[0014]图1为现有氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统流程示意图；
图2为本发明实施例中溶剂DMAC精制系统流程示意图。
【具体实施方式】
[0015]以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
[0016]如图2所示，本实施例中的氨纶纺丝生产过程DMAC精制系统，包括:串联相接的脱水系统和脱酸系统，其中脱水系统包括:脱水塔11、脱水塔再沸器12、脱水塔冷凝器13、脱水塔回流罐14、脱水塔回流泵15和脱水塔釜出料泵16，脱酸塔系统包括:脱酸塔21、脱酸塔再沸器22、脱酸塔冷凝器23、脱酸塔回流罐24、脱酸塔回流泵25和脱酸塔釜出料泵26，脱水塔11塔顶操作压力为13kPa(A)，塔顶温度50°C，塔釜温度109°C，脱酸塔21塔顶操作压力为6kPa (A)，塔顶温度83 °C，塔釜温度99 °C，从脱水塔11塔釜向塔顶是一个温度递减梯度，在脱水塔11的塔釜与塔顶之间70°C处设置中间塔板18，中间塔板18底部液相引出管口外接脱水塔中间再沸器17的管程的底部管口，脱水塔中间再沸器17管程的上部管口与中间塔板18上方气相管口相接，脱酸塔21塔顶管道与脱水塔中间再沸器17的上侧气相管口连接，脱水塔中间再沸器17壳程下侧液相管口接到脱酸塔回流罐24，收集于中间塔板18的液体被引出接入脱水塔中间再沸器17，经加热汽化成70°C的气体后再接入中间塔板18上部。
[0017]上述DMAC精制系统的作业流程为，含有杂质的溶剂DMAC从脱水塔11中部送入，脱水塔再沸器12以低压蒸汽为热源将脱水塔11塔釜内的液体加热汽化成上升109°C气体，脱水塔中间再沸器17将收集于中间塔板18处的70°C液体重新加热汽化成70°C的气体，再接入脱水塔11内，经脱水塔11内分离填料分离后，上升至脱水塔11塔顶的气体(主要为50°C的水和胺类)由脱水塔冷凝器13冷却成液体送入脱水塔回流罐14，脱水塔回流泵15将脱水塔回流罐14内的液体加压后一部分回流至脱水塔11内一部分排出系统，脱水塔11塔釜内经去除水的溶剂DMAC由脱水塔釜出料泵16送入脱酸塔21中部，脱酸塔再沸器22将脱酸塔21塔釜内的液体加热汽化成99°C的气体，经脱酸塔21内分离填料分离后，上升至脱酸塔21塔顶的气体(主要为83°C的气相DMAC)，一部分由脱酸塔冷凝器23冷却成液体送入脱酸塔回流罐24，一部分接入脱水塔中间再沸器17的热侧作为加热热源，重新冷却成83°C的液体后再送入脱酸塔回流罐24，脱酸塔回流泵25将脱酸塔回流罐24内的液体加压后一部分回流至脱酸塔21内一部分外排收集，即得溶剂DMAC成品，脱酸塔21塔釜内的残余液体由脱酸塔釜出料泵26排出系统。
[0018]本实施例中，脱水塔再沸器12和脱酸塔再沸器22均以低压蒸汽作为加热热源。脱水塔冷凝器13和脱酸塔冷凝器23均以32°C冷却水作为冷凝介质。
[0019]经济测算:
年产2万吨的氨纶干法纺丝工厂需要配套的DMAC精制装置为5吨/小时，以5吨/小时装置来测算节能效果。
[0020]脱酸塔21塔顶气相DMAC的温度为83 °C，流量8540kg/h，汽化潜热为526.23kJ/kg,气相DMAC冷却到同温度下的液相DMAC，可以释放出的热量为8540kg/hX 526.23kJ/kg=4.494X106 kj/h。
[0021]本发明将脱酸塔21塔顶气相一部分作为脱水塔中间再沸器17的热源，可以减少脱水塔再沸器12的低压蒸汽消耗量。根据工艺流程计算，脱酸塔21塔顶气相DAMC流量的60%可以提供给脱水塔中间再沸器17作为加热介质，0.3MPa(G)的低压蒸汽蒸发潜热为2133.4kJ/kg，所以提供给脱水塔中间再沸器17的热量值相当于低压蒸汽的量为4.494X 15 kj/h + 2133.4kJ/kgX60%=1264kg/h。原工艺技术脱水塔再沸器12需要消耗的低压蒸汽量为2165kg/h，采用本专利技术后，可以节约的低压蒸汽量为1.264t/h，蒸汽单价按180元/吨计，节约的能源费用为:
1.264 t/h X 180 元 / 吨 X 24h X 350 天=191 万元 / 年。
[0022]上述技术方案中，在脱水塔11塔釜与塔顶之间设置中间塔板18，脱水塔中间再沸器17对收集于该塔板上的液体重新加热汽化后送回脱水塔11内，并将脱酸塔21塔顶一部分气相作为脱水塔中间再沸器17的加热热源，可以减少脱水塔再沸器12的低压蒸汽消耗量，环保节能，减小了企业生产成本。
【权利要求】
1.一种氨纶纺丝生产过程0嫩?:精制系统，包括串联相接的脱水系统和脱酸系统，其中脱水系统包括:脱水塔〔10、脱水塔再沸器〔12\脱水塔冷凝器(131脱水塔回流罐(“)、脱水塔回流泵(15)和脱水塔釜出料泵(16),脱酸塔系统包括:脱酸塔〔20、脱酸塔再沸器(22)5脱酸塔冷凝器〔23\脱酸塔回流罐〔24\脱酸塔回流泵(25)和脱酸塔釜出料泵(26),其特征在于:所述脱水塔的塔釜与塔顶之间设置有中间塔板(18),所述中间塔板(18)底部液相引出管口外接脱水塔中间再沸器(17)的管程的底部管口，脱水塔中间再沸器(17)管程的上部管口与中间塔板(18)上方气相管口相接，脱酸塔(21)塔顶管道与脱水塔中间再沸器(17)的上侧气相管口连接，脱水塔中间再沸器(17)壳程下侧液相管口接到脱酸塔回流罐(24):含有杂质的溶剂0嫩从脱水塔(11)中部送入，脱水塔再沸器(12 )将脱水塔(11)塔釜内的液体加热汽化，脱水塔中间再沸器(17)对收集于中间塔板(18)的液体重新加热汽化后送回到脱水塔内，上升至脱水塔(11)塔顶的气体由脱水塔冷凝器(13)冷却成液体送入脱水塔回流罐(14),脱水塔回流泵(15)将脱水塔回流罐(14)内的液体加压后一部分回流至脱水塔(11)内一部分排出系统，脱水塔(11)塔釜内经去除水的溶剂由脱水塔釜出料泵(16)送入脱酸塔(21)中部，脱酸塔再沸器(22)将脱酸塔(21)塔釜内的液体加热汽化，上升至脱酸塔(21)塔顶的气体一部分由脱酸塔冷凝器(23)冷却成液体送入脱酸塔回流罐(24), —部分接入脱水塔中间再沸器(17)作为加热热源，重新冷却成液体后再送入脱酸塔回流罐(24),脱酸塔回流泵(25)将脱酸塔回流罐(24)内的液体加压后一部分回流至脱酸塔(21)内一部分外排收集，即得溶剂成品。
2.根据权利要求1所述的氨纶纺丝生产过程0嫩精制系统，其特征在于:脱水塔再沸器(12)将脱水塔(11)塔釜内的液体加热汽化成109 土 1V的气体，经脱水塔(11)内分离填料分离后，脱水塔(11)塔顶气体的温度为50 ± 1X:，脱水塔(11)塔顶操作压力为13-- ；脱酸塔再沸器(22)将脱酸塔(21)塔釜内的液体加热汽化成99 ± 1X:的气体，经脱酸塔(21)内分离填料分离后，脱酸塔(21)塔顶气体的温度为83 ± 1X:，脱酸塔(21)塔顶操作压力为6^？80
3.根据权利要求2所述的氨纶纺丝生产过程0嫩精制系统，其特征在于内塔釜向塔顶呈温度递减梯度，所述中间塔板(18)设置在701:位置处，收集于该中间塔板(18)上的701:液体被脱水塔中间再沸器(17)重新加热汽化成701:的气体后再进入脱水塔(11)内。
4.根据权利要求1所述的氨纶纺丝生产过程0嫩精制系统，其特征在于:脱水塔再沸器(12)和丨或脱酸塔再沸器(22)以低压蒸汽作为加热热源。
【文档编号】C07C233/05GK104478752SQ201410682735
【公开日】2015年4月1日 申请日期:2014年11月25日 优先权日:2014年11月25日
【发明者】顾奕, 张益兴 申请人:江阴中绿化纤工艺技术有限公司