一种从工业中有机污水中分离回收乙酸乙酯和正庚烷的方法与流程

本发明属于环境保护领域，具体涉及到一种分离回收乙酸乙酯和正庚烷共沸物的方法。

背景技术：

乙酸乙酯和正庚烷具有的较好的溶解性能，常被作为混合溶剂应用于化工、纺织、油漆及制药等领域，从而产生大量的含有乙酸乙酯和正庚烷的有机废液。由于乙酸乙酯和正庚烷在常压下形成最低二元共沸物(共沸温度为76.18℃，含乙酸乙酯83wt％，正庚烷17wt％)，常规的精馏方法无法将其进行高效分离。为了避免环境污染，实现资源的循环利用，如何将含有乙酸乙酯和正庚烷的废液进行高效分离，以获取高纯度的产品，成了环保工作者研究的热点之一。

现有文献中是以n-甲基吡咯烷酮为萃取剂，对间歇萃取精馏分离乙酸乙酯和正庚烷共沸体系的可行性及影响因素进行了实验，并对连续萃取精馏过程进行了模拟及优化。结果表明：萃取精馏塔的理论板数为34块，萃取剂进料位置为第9块板，溶剂比为2.0，回流比为1.0，分离得到的正庚烷的产品纯度为98.3％，回收率为73.4％。该法的主要缺点是：(1)无法同时回收乙酸乙酯和正庚烷；(2)工艺可控性弱；(3)操作水平对产品的纯度影响较大；(4)萃取剂的毒性比较大，增加了残留风险；(5)萃取剂的用量大，成本高。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种从工业中有机污水中分离回收乙酸乙酯和正庚烷的方法，将含有乙酸乙酯和正庚烷的有机废液送入包括冷凝器、回流罐、加压泵、压缩机i、缓冲罐i、压缩机ii、循环泵、缓冲罐ii、恒沸精馏塔、釜式再沸器i、釜式再沸器ii、加压塔、全凝器i、釜式再沸器iii、减压塔、全凝器ii和夹带剂循环泵的处理系统。

值得说明的是，本发明利用叔丁醇与乙酸乙酯能形成新的共沸物，且共沸点比乙酸乙酯/正庚烷共沸物的共沸点低，以及叔丁醇和乙酸乙酯共沸物的压敏特性，采用恒沸精馏，热泵加压精馏及热泵减压精馏，将乙酸乙酯和正庚烷进行高效分离；同时，将系统的低品位热源转化为高品位热源供工艺内部再次利用，从而达到节能的目的。该技术有效解决了乙酸乙酯和正庚烷形成共沸物分离难，且无法同时回收两种产品的问题，具有工艺流程简单，可控性强，设备投资少，维修方便，无污染及节能等特点。具体处理过程如s1～s3：

s1〕恒沸精馏

s1-1〕有机废液经过废液进料管路送入恒沸精馏塔。

同时，将夹带剂叔丁醇通过溶剂进料管路一并送入恒沸精馏塔。

s1-2〕在恒沸精馏塔塔底分离得到的正庚烷液相物流，部分正庚烷液相物流经管道输送至釜式再沸器i，经低压水蒸汽加热成为饱和蒸汽后，与恒沸精馏塔塔顶流下的液体逐级接触传质，另外一部分则作为正庚烷产品通过管道采出。

s1-3〕在恒沸精馏塔塔顶得到乙酸乙酯/叔丁醇共沸物的汽相物流，通过管路输送到冷凝器进行冷凝，将冷凝后的液体经管道输送至回流罐储存后，部分液体通过管路回流至恒沸精馏塔塔顶，与塔底上升的蒸汽逐级接触进行传质，另外一部分进入加压泵。

s2〕热泵加压精馏

s2-1〕将s1-3〕所述的另外一部分液体通过加压泵加压后，通过进料管路输送至加压塔。

同时，将s3-3〕中的叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流经过循环泵加压的冷凝液，通过管路输送至加压塔进行加压精馏。

s2-2〕在加压塔塔底分离得到乙酸乙酯液相物流，部分乙酸乙酯液相物流经过管路输送至釜式再沸器ii，被热源加热汽化成饱和蒸汽，上升与加压塔内液体进行逐级接触传质，另一部分乙酸乙酯液相物流作为乙酸乙酯产品通过管路采出。

s2-3〕在加压塔塔顶分离得到乙酸乙酯与叔丁醇的共沸汽相物流，经管路输送至压缩机i，压缩后，得到过热蒸汽。过热蒸汽经管道输送至塔底釜式再沸器ii，作为热源将釜式再沸器ii内的乙酸乙酯液相加热成饱和蒸汽，然后再经全凝器i将汽相全部冷凝后得到乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流。

部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流经管路输送到缓冲罐i后被送至加压塔塔顶，与塔底上升的汽相物流进行接触传质。另一部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流进入减压塔。

s3〕热泵减压精馏

s3-1〕将s2-3〕所述的另一部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流送入减压塔进行精馏分离。

s3-2〕在减压塔底部分离得到叔丁醇液相物流。部分叔丁醇液相物流经过管路输送至釜式再沸器iii被热源加热汽化成饱和蒸汽，与减压塔塔内液体逐级接触进行传质，另一部分叔丁醇液相物流作为叔丁醇产品通过管路采出，并经循环泵加压后送入恒沸精馏塔，进行循环使用。

s3-3〕在减压塔塔顶分离得到叔丁醇与乙酸乙酯的共沸汽相物流，经管路输送到压缩机ii压缩后，得到过热蒸汽，将其输送至塔底釜式再沸器iii，作为热源将塔底的液相叔丁醇加热，再经全凝器ii被冷凝后，部分叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流经管路输送到缓冲罐ii后被送至减压塔塔顶，与塔底上升的汽相物流进行接触传质。另一部分叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流则经过循环泵加压后，送至加压精馏塔，继续进行循环加压精馏。

进一步，s1-1〕中，所述的有机废液为某企业生产过程中产生的废液，含有乙酸乙酯60mol％～80mol％，正庚烷20mol％～40mol％，摩尔流量为1000kmol/h。

夹带剂叔丁醇摩尔流量为428kmol/h～573kmol/h。

有机废液的进料位置为第30块塔板。夹带剂叔丁醇的进料位置为第14～20块塔板，恒沸精馏塔操作的绝对压力为0.1mpa，总塔板数为40～50，操作回流比为5.5～6.96。

进一步，s1-2〕中，恒沸精馏塔塔底分离得到温度为106.45～108.39℃的正庚烷液相物流。

进一步，s1-3〕中，冷凝后的液体温度为72.99～73.01℃。

进一步，s2-1〕中，回流罐储存的部分液体通过加压泵加压至0.23～0.45mpa，通过进料管路输送至加压塔的第19～20块塔板。

将s3-3〕中的叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流经过循环泵加压至0.23～0.45mpa的冷凝液，通过管路输送至加压塔的第22～23块塔板，进行加压精馏，将乙酸乙酯和加压下的乙酸乙酯/叔丁醇共沸物进行分离，加压塔的绝对操作压力为0.2～0.4mpa，总塔板数为39～41，操作回流比为0.999～1.2。

进一步，s2-2〕中，在加压塔塔底分离得到温度为103.82～128.6℃的乙酸乙酯液相物流。

进一步，s2-3〕中，压缩机i以压缩比为5～10进行压缩后，得到温度为144.8～191℃的过热蒸汽。

进一步，s3-1〕中，部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流送入减压塔的第20～21块塔板，将叔丁醇和减压下的叔丁醇与乙酸乙酯共沸物进行精馏分离，减压塔的绝对操作压力为0.10mpa，总的理论塔板数为39～41块，操作回流比为1～1.2。

进一步，s3-2〕中，在减压塔底部分离得到温度为88.26～88.3℃的叔丁醇液相物流。

进一步，s3-3〕中，压缩机ii以2.3的压缩比进行压缩，得到温度为99.4～99.6℃的过热蒸汽。

本发明采用以上技术方案后主要有以下效果：

(1)产品的纯度高，杂质少，可以直接循环回用。采用本发明技术可以将乙酸乙酯和正庚烷的有机废液高效分离，得到正庚烷产品的纯度为99.89％～99.92％，乙酸乙酯产品的纯度为98.95％～99.09％，可以直接循环回用。

(2)分离得到的夹带剂叔丁醇的纯度很高，可以直接循环用于乙酸乙酯/正庚烷废液的回收工艺中，可以为企业有效节约成本。本发明技术利用叔丁醇作为夹带剂，叔丁醇能和乙酸乙酯形成较低的共沸物，以及叔丁醇和乙酸乙酯共沸物的压敏性，采用恒沸精馏，热泵加压精馏以及热泵减压精馏分离，就能得到高纯度的叔丁醇；避免了引入大量昂贵的萃取剂所造成的产品污染及成本问题，得到的夹带剂叔丁醇的纯度为98.78％～98.93％，可以直接循环用于乙酸乙酯和正庚烷废液的回收工艺中。

(3)工艺流程简单易行，劳动强度小，操作方便，所用的设备简单，性价比高，实用性强，极具行业推广应用性。本发明方法中涉及到的恒沸精馏，热泵加压精馏及热泵减压精馏等过程，对设备的要求不高，易于维修，并且对所用设备无明显损耗，有利于延长设备的使用寿命，降低生产成本。

(4)工艺过程连续性强，可控性高，能耗低。本发明方法中涉及到的工艺过程是连续生产，各种工艺指标如温度、压力、液位和纯度等易于控制，有效解决了产品纯度受操作水平影响的问题，提高了设备的利用率。同时，利用热泵将加压精馏塔和减压精馏塔塔顶的蒸汽物流进行再次压缩，将低品位的能源转变成高品位的能源，加热两精馏塔塔底的冷物流，实现了能量的再利用，大大降低了工艺能耗，工艺可节约热源187.74～224.44mw。

(5)充分利用资源，有利于保护环境。本发明方法一种分离回收乙酸乙酯和正庚烷共沸物的方法中，所涉及到的乙酸乙酯和正庚烷的有机废液的组成为含有乙酸乙酯60mol％～80mol％，正庚烷20mol％～40mol％，经过处理后乙酸乙酯纯度为98.95％～99.09％，正庚烷的纯度为99.89％～99.92％，同时，在工艺过程中回收的夹带剂叔丁醇的纯度为98.78％～98.93％。一般是将分离得到的乙酸乙酯和正庚烷，循环回用于目标产品的生产工序，所分离得到的高纯度的叔丁醇，可以作为夹沸剂进行循环回用于乙酸乙酯和正庚烷废液的分离工艺中。此生产过程无废液、废渣和废气排放，使得有机废液资源得到了充分利用，有利于保护环境。

本发明可以广泛用于工业中有机废液的回收利用，特别适用于大、中、小型企业生产过程中产生的乙酸乙酯和正庚烷废液的回收利用。

附图说明

图1是本发明的工艺流程图。

图中：冷凝器(1)、回流罐(2)、加压泵(3)、压缩机i(4)、缓冲罐i(5)、压缩机ii(6)、循环泵(7)、缓冲罐ii(8)、恒沸精馏塔(9)、釜式再沸器i(10)、釜式再沸器ii(11)、加压塔(12)、全凝器i(13)、釜式再沸器iii(14)、减压塔(15)、全凝器ii(16)、夹带剂循环泵(17)。

具体实施方式

下面结合实施例对本发明作进一步说明，但不应该理解为本发明上述主题范围仅限于下述实施例。在不脱离本发明上述技术思想的情况下，根据本领域普通技术知识和惯用手段，做出各种替换和变更，均应包括在本发明的保护范围内。

参见附图，在以下实施例中，将含有乙酸乙酯和正庚烷的有机废液送入包括冷凝器(1)、回流罐(2)、加压泵(3)、压缩机i(4)、缓冲罐i(5)、压缩机ii(6)、循环泵(7)、缓冲罐ii(8)、恒沸精馏塔(9)、釜式再沸器i(10)、釜式再沸器ii(11)、加压塔(12)、全凝器i(13)、釜式再沸器iii(14)、减压塔(15)、全凝器ii(16)和夹带剂循环泵(17)的处理系统，具体处理过程如每个实施例的s1～s3。

实施例1：

s1〕恒沸精馏

s1-1〕有机废液为某企业生产过程中产生的废液，含有乙酸乙酯60mol％，正庚烷40mol％，摩尔流量为1000kmol/h，经过废液进料管路送入恒沸精馏塔(9)；

同时，将摩尔流量为428kmol/h的夹带剂叔丁醇通过溶剂进料管路一并送入恒沸精馏塔(9)；叔丁醇来自于s3-2〕中循环使用的物流，以及在摩尔流量不足时补充的物流。

有机废液的进料位置为第30块塔板；夹带剂叔丁醇的进料位置为第20块塔板，恒沸精馏塔(9)操作的绝对压力为0.1mpa，总塔板数为50，操作回流比为6.96。

s1-2〕在恒沸精馏塔(9)塔底分离得到温度为108.39℃的正庚烷液相物流，部分正庚烷液相物流经管道输送至釜式再沸器i(10)，经低压水蒸汽加热成为饱和蒸汽后，与恒沸精馏塔(9)塔顶流下的液体逐级接触传质，另外一部分则作为正庚烷产品通过管道采出；分离得到的正庚烷的产品纯度达到99.90％。

s1-3〕在恒沸精馏塔(9)塔顶得到乙酸乙酯/叔丁醇共沸物的汽相物流，通过管路输送到冷凝器(1)进行冷凝，冷凝后的液体温度为73℃，将冷凝后的液体经管道输送至回流罐(2)储存后，部分液体通过管路回流至恒沸精馏塔(9)塔顶，与塔底上升的蒸汽逐级接触进行传质，另外一部分进入加压泵(3)；

s2〕热泵加压精馏

s2-1〕回流罐(2)储存的部分液体通过加压泵(3)加压至0.33mpa，通过进料管路输送至加压塔(12)的第19块塔板；

同时，将s3-3〕中的经过循环泵(7)加压至0.33mpa的冷凝液，通过管路输送至加压塔(12)的第23块塔板，进行加压精馏，将乙酸乙酯和加压下的乙酸乙酯/叔丁醇共沸物进行分离，加压塔(12)的绝对操作压力为0.3mpa，总塔板数为40，操作回流比为1.2。

s2-2〕在加压塔(12)塔底分离得到温度为117.71℃的乙酸乙酯液相物流，部分乙酸乙酯液相物流经过管路输送至釜式再沸器ii(11)，被热源加热汽化成饱和蒸汽，上升与加压塔(12)内液体进行逐级接触传质，另一部分乙酸乙酯液相物流作为乙酸乙酯产品通过管路采出；

s2-3〕在加压塔(12)塔顶分离得到乙酸乙酯与叔丁醇的共沸汽相物流，经管路输送至压缩机i(4)，以压缩比为7进行压缩后，得到温度为168.9℃的过热蒸汽；过热蒸汽经管道输送至塔底釜式再沸器ii(11)，作为热源将釜式再沸器ii(11)内的乙酸乙酯液相加热成饱和蒸汽，然后再经全凝器i(13)将汽相全部冷凝后得到乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流；

部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流经管路输送到缓冲罐i(5)后被送至加压塔(12)塔顶，与塔底上升的汽相物流进行接触传质；另一部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流进入减压塔(15)；

s3〕热泵减压精馏

s3-1〕部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流送入减压塔(15)的第21块塔板，将叔丁醇和减压下的叔丁醇与乙酸乙酯共沸物进行精馏分离，减压塔(15)的绝对操作压力为0.10mpa，总的理论塔板数为39块，操作回流比为1.2。

s3-2〕在减压塔(15)底部分离得到温度为88.26℃的叔丁醇液相物流；部分叔丁醇液相物流经过管路输送至釜式再沸器iii(14)被热源加热汽化成饱和蒸汽，与减压塔(15)塔内液体逐级接触进行传质，另一部分叔丁醇液相物流作为叔丁醇产品通过管路采出，并经循环泵(17)加压后送入恒沸精馏塔(9)，进行循环使用；

s3-3〕在减压塔(15)塔顶分离得到叔丁醇与乙酸乙酯的共沸汽相物流，经管路输送到压缩机ii(6)，以2.3的压缩比进行压缩后，得到温度为99.4℃的过热蒸汽，将其输送至塔底釜式再沸器iii(14)，作为热源将塔底的液相叔丁醇加热，再经全凝器ii(16)被冷凝后，部分叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流经管路输送到缓冲罐ii(8)后被送至减压塔(15)塔顶，与塔底上升的汽相物流进行接触传质；另一部分叔丁醇与乙酸乙酯的共沸液相物流则经过循环泵(7)加压后，送至加压精馏塔(12)〔如s2-1〕，继续进行加压精馏。分离得到夹带剂叔丁醇的纯度为98.78％，可节省热源82.8mw。

实施例2：

本实施例主要部分通实施例1，不同的是：

s1-1〕有机废液含有乙酸乙酯70mol％，正庚烷30mol％，摩尔流量为1000kmol/h；

夹带剂叔丁醇摩尔流量为500.61kmol/h；

有机废液的进料位置为第30块塔板；夹带剂叔丁醇的进料位置为第14块塔板，恒沸精馏塔(9)操作的绝对压力为0.1mpa，总塔板数为40，操作回流比为5.8。

s1-2〕在恒沸精馏塔(9)塔底分离得到温度为106.45℃的正庚烷液相物流。

s1-3〕冷凝后的液体温度为73℃；分离得到的正庚烷的产品纯度达到99.92％。

s2-1〕回流罐(2)储存的部分液体通过加压泵(3)加压至0.23mpa，通过进料管路输送至加压塔(12)的第20块塔板；

同时，将s3〕中的经过循环泵(7)加压至0.23mpa的冷凝液，通过管路输送至加压塔(12)的第22块塔板。加压塔(12)的绝对操作压力为0.2mpa，总塔板数为39，操作回流比为0.999。

s2-2〕在加压塔(12)塔底分离得到温度为103.82℃的乙酸乙酯液相物流；分离得到的乙酸乙酯产品的纯度为98.95％，可节省热源112.04mw。

s2-3〕压缩机i(4)以压缩比为5进行压缩后，得到温度为144.8℃的过热蒸汽；

s3-1〕部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流送入减压塔(15)的第20块塔板，将叔丁醇和减压下的叔丁醇与乙酸乙酯共沸物进行精馏分离，减压塔(15)的绝对操作压力为0.10mpa，总的理论塔板数为40块，操作回流比为1.01。

s3-2〕在减压塔(15)底部分离得到温度为88.3℃的叔丁醇液相物流。

s3-3〕压缩机ii(6)以2.3的压缩比进行压缩后，得到温度为99.6℃的过热蒸汽。

分离得到夹带剂叔丁醇的纯度为98.87％，可节省热源92.9mw。

实施例3：

本实施例主要部分通实施例1，不同的是：

s1-1〕有机废液含有乙酸乙酯80mol％，正庚烷20mol％，摩尔流量为1000kmol/h；

夹带剂叔丁醇摩尔流量为573kmol/h；

有机废液的进料位置为第30块塔板；夹带剂叔丁醇的进料位置为第15块塔板，恒沸精馏塔(9)操作的绝对压力为0.1mpa，总塔板数为44，操作回流比为5.5。

s1-2〕在恒沸精馏塔(9)塔底分离得到温度为107℃的正庚烷液相物流。

s1-3〕冷凝后的液体温度为73.01℃；分离得到的正庚烷的产品纯度达到99.89％。

s2-1〕回流罐(2)储存的部分液体通过加压泵(3)加压至0.45mpa，通过进料管路输送至加压塔(12)的第20块塔板；

同时，将s3〕中的经过循环泵(7)加压至0.45mpa的冷凝液，通过管路输送至加压塔(12)的第23块塔板，进行加压精馏，将乙酸乙酯和加压下的乙酸乙酯/叔丁醇共沸物进行分离，加压塔(12)的绝对操作压力为0.4mpa，总塔板数为41，操作回流比为1。

s2-2〕在加压塔(12)塔底分离得到温度为128.6℃的乙酸乙酯液相物流；

s2-3〕压缩机i(4)以压缩比为10进行压缩后，得到温度为191℃的过热蒸汽；

分离得到的乙酸乙酯产品的纯度为99.09％，可节省热源129.73mw。

s3-1〕部分乙酸乙酯与叔丁醇的共沸液相物流送入减压塔(15)的第20块塔板，将叔丁醇和减压下的叔丁醇与乙酸乙酯共沸物进行精馏分离，减压塔(15)的绝对操作压力为0.10mpa，总的理论塔板数为41块，操作回流比为1。

s3-2〕在减压塔(15)底部分离得到温度为88.26～88.3℃的叔丁醇液相物流。

s3-3〕压缩机ii(6)以2.3的压缩比进行压缩后，得到温度为99.4℃的过热蒸汽。

本发明的上述实施案例仅仅是为说明本发明所作的举例，而并非是对本发明的实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其他不同形式的变化和变动。这里无法对所有的实施方式予以穷举。凡是属于本发明的技术方案所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之列。