一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法
2023-09-21 23:45:25
一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法
【專利摘要】本發明涉及一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法。所述工藝方法首先將含微量丙酮的待處理氣體在吸收塔中用吸收水進行吸收，然後將塔底得到的稀丙酮水在液液分相器中進行分離，將分離得到的丙酮質量分數高的一股料液經減壓器進行減壓後，進入蒸餾塔進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品。本發明提高了工作效率和穩定性，能夠大幅度降低丙酮回收過程中的能耗，具有顯著的實用性及經濟效益。
【專利說明】一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法
【技術領域】
[0001]本發明涉及待處理氣體回收【技術領域】，具體涉及從煙用醋酸纖維絲束生產待處理氣體中回收丙酮的工藝方法。
【背景技術】
[0002]在化工生產過程中，特別是在製藥工業和醋酸纖維工業中，丙酮是一種良好的有機溶媒。由於丙酮沸點比較低，揮發性強，所以煙用醋酸纖維絲束生產過程中丙酮蒸汽與空氣混合，形成含有微量丙酮的氣體，需要對其進行回收、淨化。由於待處理氣體中丙酮含量非常低，約為0.0179%左右，所以工業上丙酮的回收和淨化難度比較大。目前多採用水吸收法和活性炭固定床吸附法來回收氣體中的丙酮。水吸收法是利用丙酮極易溶於水的性質來分離待處理氣體中丙酮蒸汽和空氣的，用吸收水吸收待處理氣體中的丙酮，然後直接進入蒸餾塔進行蒸餾分離，從而得到較高濃度的丙酮；活性炭固定床吸附法是先通過活性炭吸附丙酮蒸汽，然後經過蒸汽解析、冷凝為稀丙酮水，最後再進行蒸餾分離，得到較高濃度的丙酮，從而使得丙酮在工業生產中循環利用。但是，活性炭固定床吸附回收丙酮的工藝存在許多缺點:(I)活性炭吸附工藝的操作是間歇的，穩定性比較差；(2)解析過程需要消耗大量的蒸汽，且熱能利用率較低，使得成本較高；(3)解析過程如果不完全，可能會引起活性炭著火，存在一定的安全隱患；(4)物料輸送和吸收工序均以氣態方式運行，存在爆炸危險。
[0003]原工藝水吸收法回收丙酮雖然操作連續，工藝穩定，安全可靠，但是，水吸收法回收丙酮能耗較大。原工藝水吸收法回收丙酮之所以能耗較大的原因主要有兩個:一是微量丙酮經水吸收後形成的稀丙酮水中丙酮含量較少,質量分數為3.5%~4.2%，稀丙酮水直接進入蒸餾塔進行蒸餾，給蒸餾塔造成很大的負荷；二是原工藝水吸收法回收丙酮多為常壓操作，其組分間相對揮發度小，分離相對困難，需要較大回流流量才可在相同塔板數的情況下實現分離要求。
【發明內容】
[0004]本發明的目的在於採用液液分相器，能夠將丙酮和大量廢水進行初步分離，減輕了後續蒸餾塔的負荷。同時，本發明也採用了減壓蒸餾回收丙酮的工藝方法。該工藝方法利用減壓蒸餾和熱量綜合利用技術，能夠大幅度降低蒸餾過程中的能耗，具有顯著的實用性及經濟效益。
[0005]為達此目的，本發明採用以下技術方案:
[0006]一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法，所述工藝方法首先將含微量丙酮的待處理氣體在吸收塔中用吸收水進行吸收，然後將塔底得到的稀丙酮水在液液分相器中進行分離，分離出丙酮質量分數不同的兩股料液，將分離得到的丙酮質量分數高的一股料液經減壓器進行減壓後，進入蒸餾塔進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品。
[0007]所述工藝方法包括以下步驟:
[0008]I)含微量丙酮的待處理氣體由吸收塔底部進入，吸收水經過第一冷凝器冷凝後，由料泵輸送，進入吸收塔頂部，塔底採出稀丙酮水，塔頂排出尾氣；
[0009]2)稀丙酮水進入液液分相器中進行初步分離，分離成兩股丙酮質量分數不同的料液，丙酮質量分數高的料液I進入減壓器進行減壓，丙酮質量分數低的料液II通過第二冷凝器冷凝後進入第二混合器，與吸收水混合，實現對吸收水的補充及自身的循環利用；
[0010]3)經過減壓器減壓的物料進入蒸餾塔進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品，塔釜採出液與吸收塔塔底採出的稀丙酮水在第一混合器中混合後，進入液液分相器，實現能量與物料的循環利用。
[0011 ] 所述吸收塔中，所述含微量丙酮的待處理氣體的進料溫度為15-25°c。例如可選擇15.02。。，15.3°C, 16.8°C, 18°C, 19.5°C,22°C,23.8°C,24.8。。等。
[0012]所述吸收水的進料溫度為10-200C ο例如可選擇10.02°C, 10.5°C，11.3。。，13。。，14.6°C, 16°C, 16.8°C, 18°C, 19.6。。等。
[0013]所述吸收水冷凝後的進塔溫度為7-10°C。例如可選擇7.02°C，7.3°C，7.59°C，
7.7°C,8.3°C,8.8°C,9.2°C,9.9。。等。
[0014]所述吸收塔塔底採出的稀丙酮水中丙酮質量分數為3.8% -4.2%。
[0015]所述吸收塔的理論塔板數為14塊。
[0016]所述吸收塔塔頂尾氣溫度為8_12°C，塔底採出溫度為14_18°C。所述吸收塔塔頂尾氣溫度可選擇8.02 °C，8.3 °C，9.5 °C，10.4 °C，11.2 °C，11.9 °C等；所述吸收塔塔頂採出溫度可選擇 14.01°C，14.6°C，15.8°C，17°C，17.9°C等。
[0017]所述液液分相器分離出的兩股料液中，丙酮質量分數高的料液I中丙酮質量分數為65% -73%，丙酮質量分數低的料液II中丙酮質量分數為0.75%。-0.85%0。
[0018]所述減壓器的入口壓力為lOO-llOkPa，出口壓力為60_70kPa。所述入口壓力可選擇 100.1kPa,100.8kPa,102kPa,102.8kPa,104.5kPa,106kPa,107.4kPa,108.9kPa,109.9kPa 等；所述出口壓力可選擇 60.2kPa, 61kPa, 62.5kPa, 64kPa, 66.7kPa，68kPa，69.3kPa 等。
[0019]所述蒸餾塔的理論塔板數為10塊，進料位置為第8塊板。
[0020]所述蒸餾塔的回流比為2-4。例如可選擇2.02，2.1,2.34,2.8,3.1,3.34,3.5,3.71,3.8,3.95 等。
[0021]所述蒸餾塔的進料溫度為13-18 °C。例如可選擇13.02°C，13.2°C，13.4°C，
13.75。。，14。。，14.8°C, 16.8°C, 17.2°C, 17.9。。等。
[0022]所述蒸餾塔塔頂採出溫度為40_45°C，塔釜採出溫度為68_75°C。所述蒸餾塔塔頂採出溫度可選擇40.02 V，40.8 °C, 42 °C, 42.5 °C，43 °C，44.6 °C，45 °C等；所述蒸餾塔塔釜採出溫度可選擇 68.03°C,68.9°C，70°C，71.4°C，72°C，73.5°C，74.8°C等。
[0023]所述蒸餾塔塔釜採出液與吸收塔塔底採出的稀丙酮水進行混合，第一混合器出口溫度為15-20°C。所述第一混合器出口溫度可選擇15.02°C,16°C,17.4°C，19°C，19.8°C等。
[0024]一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法，所述工藝方法包括以下步驟:
[0025] I)溫度為15_25°C的含微量丙酮的待處理氣體由吸收塔底部進入，溫度為10-20°C的吸收水經過第一冷凝器冷凝至7-10°C的冷凝後吸收水，由料泵輸送，進入吸收塔頂部，吸收塔塔底採出稀丙酮水，塔頂排出尾氣；所述稀丙酮水中丙酮質量分數為3.8% -4.2% ；
[0026]2)稀丙酮水進入液液分相器進行初步分離，分離成丙酮質量分數不同的兩股料液，丙酮質量分數為65 % -73 %的料液I進入減壓器進行減壓，丙酮質量分數為
0.75%。-0.85%。的料液II通過第二冷凝器冷凝後進入第二混合器，與吸收水混合，實現對吸收水的補充及自身的循環利用；所述減壓器的入口壓力為10-1lOkPa,出口壓力為60-70kPa ；
[0027]3)經過減壓器減壓的物料在13_18°C下進入蒸餾塔進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品，塔釜採出液與吸收塔塔底採出的稀丙酮水在第一混合器中混合後，進入液液分相器，實現能量與物料的循環利用。
[0028]與已有技術方案相比，本發明具有的優點和產生的積極效果:
[0029]本發明採用了液液分相器，對稀丙酮水進行初步提純，減輕了後續蒸餾塔的負荷；同時，本發明採用了減壓蒸餾方式，在液液分相器後連接減壓器，使得蒸餾塔在減壓條件下操作。因為壓力的降低，使得物系中組分之間的相對揮發度增大，有利於分離過程的進行。同時，因為蒸餾塔的操作壓力降低，使得組分的飽和蒸汽壓降低，由液相變為汽相所需要的汽化潛熱降低，從而降低塔釜的加熱蒸汽量。新工藝較老工藝在節能方面效果明顯。
【專利附圖】
【附圖說明】
[0030]圖1是本發明工藝流程裝置示意圖。
[0031]圖中:1_吸收水；2_冷凝後吸收水；3_待處理氣體；4-尾氣；5_稀丙酮水；6-料液I ;7-物料；8_丙酮產品；9_塔釜採出液；10_料液II ;101_第一冷凝器；102_料泵；103_吸收塔；104-第一混合器；105-第二冷凝器；106-第二混合器；107-液液分相器；108_減壓器；109_蒸餾塔。
[0032]下面對本發明進一步詳細說明。但下述的實例僅僅是本發明的簡易例子，並不代表或限制本發明的權利保護範圍，本發明的保護範圍以權利要求書為準。
【具體實施方式】
[0033]下面結合附圖並通過【具體實施方式】來進一步說明本發明的技術方案。
[0034]為更好地說明本發明，便於理解本發明的技術方案，本發明的典型但非限制性的實施例如下:
[0035]如圖1所示，本發明提供的一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法包括以下步驟:
[0036]I)含微量丙酮的待處理氣體3，從吸收塔103底部進入，吸收水I先經過第一冷凝器101冷凝，然後通過料泵102輸送，從吸收塔103頂部進入，並向下噴淋。在吸收塔103中，冷凝後吸收水2與上升的含微量丙酮的待處理氣體3逆流接觸，使得待處理氣體3中的微量丙酮被水吸收，溶解了待處理氣體3中微量丙酮的稀丙酮水5從吸收塔103底部流出，尾氣4從吸收塔103頂部排除，尾氣中的丙酮含量〈0.07%0。
[0037]2)含有微量丙酮的稀丙酮水5進入液液分相器107進行初步分離，分離出質量分數不同的兩股料液。
[0038]3)由液液分相器107分離出的丙酮質量分數不同的兩股料液中，丙酮含量較高的料液16通過減壓器108進行減壓；由液液分相器107分離出的丙酮含量較少的料液IIlO經過第二冷凝器105冷凝，進入第二混合器106，與吸收水I混合，實現對吸收水I的補充及自身的循環利用。
[0039]4)經過減壓器108的物料7輸送入蒸餾塔109進行減壓蒸餾；蒸餾塔109塔釜採出液9與吸收塔103塔底採出的稀丙酮水5在第一混合器104中混合，進入液液分相器107。在第一混合器104中，蒸餾塔109塔釜採出液9和吸收塔103塔底採出的稀丙酮水5發生熱傳遞，實現了能量的有效利用，同時，蒸餾塔109塔釜料液回流，也實現了丙酮物料的回收利用。
[0040]實施例1
[0041]含摩爾分數約為1.79%的丙酮待處理氣體3由吸收塔103塔底進入，進料溫度為200C。待處理氣體3在吸收塔103中不斷上升，與吸收塔103塔頂進入的冷凝後吸收水2逆流相遇，冷凝後吸收水2進塔溫度為10°C，由塔頂噴淋而下。微量丙酮經冷凝後吸收水2吸收後，降落至塔底形成稀丙酮水5，並由吸收塔103塔底採出，採出溫度為15°C，丙酮質量分數為3.8%。尾氣由塔頂排除，溫度為10.5°C，丙酮含量低於0.07%。。
[0042]稀丙酮水5經過第一混合器104進入液液分相器107進行初步組分分離，由液液分相器107分離出料液16和料液1110，其中料液16中丙酮質量分數為66.7%，料液IIlO中丙酮質量分數為0.75%。。料液16進入減壓器108，料液IIlO經過第二冷凝器105冷凝至10°C後，進入第二混合器106中，與吸收水I混合，實現對吸收水的補充及自身的循環利用。
[0043]料液16經過減壓器108時，入口壓力為101.325kPa，出口壓力為65kPa。然後進入蒸餾塔109，蒸餾塔109理論塔板數為10塊板，進料位置為第8塊板，進料溫度為16°C，壓力為65kPa。蒸餾塔1 09塔頂採出料液中丙酮質量分數為98.9 %，塔頂採出溫度為44°C，塔釜採出溫度為70°C，回流比為2。蒸餾塔109塔釜採出液9進入第一混合器104，與吸收塔103塔底採出的稀丙酮水5相混合，進行傳熱傳質，第一混合器104出口溫度為18°C，進入液液分相器107，實現能量與物料的有效利用。
[0044]實施例2
[0045]含摩爾分數約為1.79%丙酮的待處理氣體3由吸收塔103塔底進入，進料溫度為250C，待處理氣體3在吸收塔103中不斷上升，與吸收塔103塔頂進入的冷凝後吸收水2逆流相遇，冷凝後吸收水2的進塔溫度為7°C，由塔頂噴淋而下。微量丙酮經冷凝後吸收水2吸收後，降落至塔底形成稀丙酮水5，並由吸收塔103塔底採出，採出溫度為18°C，丙酮質量分數為3.9%。尾氣由塔頂排除，溫度為8.6°C，丙酮含量低於0.07%。。
[0046]稀丙酮水5經過第一混合器104進入液液分相器107進行初步組分分離，由液液分相器107分離出料液16和料液1110，其中料液16中丙酮質量分數為71%，料液IIlO中丙酮質量分數為0.82%。。料液16進入減壓器108，料液IIlO經過第二冷凝器105冷凝至7°C後，進入第二混合器106中，與吸收水I混合，實現對吸收水的補充及自身的循環利用。
[0047]料液16經過減壓器108時，入口壓力為10kPa,出口壓力為60kPa。然後進入蒸餾塔109，蒸餾塔109理論塔板數為10塊板，進料位置為第8塊板，進料溫度為13°C，壓力為60kPa。蒸餾塔109塔頂採出料液中丙酮質量分數為99%，塔頂採出溫度為40°C，塔釜採出溫度為75°C，回流比為4。蒸餾塔109塔釜採出液9進入第一混合器104，與吸收塔103塔底採出的稀丙酮水5相混合，進行傳熱傳質，第一混合器104出口溫度為20°C，進入液液分相器107，實現能量與物料的有效利用。
[0048]實施例3
[0049]含摩爾分數約為1.79%丙酮的待處理氣體3由吸收塔103塔底進入，進料溫度為15°C，待處理氣體3在吸收塔103中不斷上升，與吸收塔103塔頂進入的冷凝後吸收水2逆流相遇，冷凝後吸收水2的進塔溫度為9°C，由塔頂噴淋而下。微量丙酮經冷凝後吸收水2吸收後，降落至塔底形成稀丙酮水5，並由吸收塔103塔底採出，採出溫度為14.3°C，丙酮質量分數為4.0%。尾氣由塔頂排除，溫度為121:，丙酮含量低於0.07%。。
[0050]稀丙酮水5經過第一混合器104進入液液分相器107進行初步組分分離，由液液分相器107分離出料液16和料液1110，其中料液16中丙酮質量分數為71.6%，料液IIlO中丙酮質量分數為0.84%。。料液16進入減壓器108，料液IIlO經過第二冷凝器105冷凝至9°C後，進入第二混合器106中，與吸收水I混合，實現對吸收水的補充及自身的循環利用。
[0051]料液I 6經過減壓器108時，進口壓力為IlOkPa,出口壓力為70kPa。然後進入蒸餾塔109，蒸餾塔109理論塔板數為10塊板，進料位置為第8塊板，進料溫度為18°C，壓力為70kPa。蒸餾塔109塔頂採出料液丙酮質量分數為98.8%，塔頂採出溫度為45°C，塔釜採出溫度為69°C，回流比為3。蒸餾塔109塔釜採出液9進入第一混合器104，與吸收塔103塔底採出的稀丙酮水5相混合，進行傳熱傳質，第一混合器104出口溫度為15°C，進入液液分相器107，實現能量與物料的有效利用。
[0052]應用實例:
[0053]原工藝水吸收法回收丙酮中，吸收塔耗水量為18.03t/h,後續蒸餾塔耗蒸汽量為
8.63t/h ; 新工藝水吸收塔耗水量為15.88t/h，液液分相器耗電量為165.14kW/h，減壓器耗電量為0.18kW/h，後續蒸餾塔耗蒸汽量為6.76t/h。每小時總共節省新鮮蒸汽消耗量為
9.12t/h，按每噸蒸汽130元計算，年節約蒸汽79000噸；每小時總共耗電165.32kW/h，按每kff電量0.8元計算,總的經濟效益近800萬元。
[0054] 申請人:聲明，本發明通過上述實施例來說明本發明的工藝方法，但本發明並不局限於上述操作步驟，即不意味著本發明必須依賴上述操作步驟才能實施。所屬【技術領域】的技術人員應該明了，對本發明的任何改進，對本發明所選用原料的等效替換及輔助成分的添加、具體方式的選擇等，均落在本發明的保護範圍和公開範圍之內。
[0055]以上詳細描述了本發明的優選實施方式，但是，本發明並不限於上述實施方式中的具體細節，在本發明的技術構思範圍內，可以對本發明的技術方案進行多種簡單變型，這些簡單變型均屬於本發明的保護範圍。
[0056]另外需要說明的是，在上述【具體實施方式】中所描述的各個具體技術特徵，在不矛盾的情況下，可以通過任何合適的方式進行組合，為了避免不必要的重複，本發明對各種可能的組合方式不再另行說明。
[0057] 此外，本發明的各種不同的實施方式之間也可以進行任意組合，只要其不違背本發明的思想，其同樣應當視為本發明所公開的內容。
【權利要求】
1.一種從廢氣中回收丙酮的工藝方法，其特徵在於，所述工藝方法首先將含微量丙酮的待處理氣體(3)在吸收塔(103)中用冷凝後的吸收水(2)進行吸收，然後將塔底得到的稀丙酮水(5)在液液分相器(107)中進行分離，將分離得到的丙酮質量分數高的一股料液1(6)經減壓器(108)進行減壓後，進入蒸餾塔(109)進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品⑶。
2.如權利要求1所述的工藝方法，其特徵在於，所述工藝方法包括以下步驟: 1)含微量丙酮的待處理氣體(3)由吸收塔(103)底部進入，吸收水(I)經過第一冷凝器(101)冷凝後，由料泵(102)輸送，進入吸收塔(103)頂部，吸收塔(103)塔底採出稀丙酮水(5)，塔頂排出尾氣(4)； 2)稀丙酮水(5)進入液液分相器(107)進行初步分離，分離成丙酮質量分數不同的兩股料液，丙酮質量分數高的料液I (6)進入減壓器(108)進行減壓，丙酮質量分數低的料液II(1)通過第二冷凝器(105)冷凝後進入第二混合器(106)，與吸收水(I)混合，實現對吸收水(I)的補充及自身的循環利用； 3)經過減壓器(108)減壓的物料(7)進入蒸餾塔(109)進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品(8)，塔釜採出液(9)與吸收塔(103)塔底採出的稀丙酮水(5)在第一混合器(104)中混合後，進入液液分相器(107)，實現能量與物料的循環利用。
3.如權利要求1或2所述的工藝方法，其特徵在於，所述吸收塔(103)中，所述含微量丙酮的待處理氣體(3)的進料溫度為15-25°C ； 優選地，所述吸收水(I)的進料溫度為10-20°C ； 優選地，所述冷凝後吸收水(2)的進塔溫度為7-10°C ； 優選地，所述吸收塔(103)塔底採出的稀丙酮水(5)中丙酮質量分數為3.8% -4.2%。
4.如權利要求2或3所述的工藝方法，其特徵在於，所述吸收塔(103)的理論塔板數為14塊； 優選地，所述吸收塔(103)塔頂尾氣溫度為8-12°C，塔底採出溫度為14-18°C。
5.如權利要求2-4之一所述的工藝方法，其特徵在於，所述液液分相器(107)分離出的兩股料液中，丙酮質量分數高的料液I (6)中丙酮質量分數為65%-73%丙酮質量分數低的料液II (10)中丙酮質量分數為0.75%。-0.85%0。
6.如權利要求1-5之 一所述的工藝方法，其特徵在於，所述減壓器(108)的入口壓力為100-1 1kPa,出口壓力為 60_70kPa。
7.如權利要求1-6之一所述的工藝方法，其特徵在於，所述蒸餾塔(109)的理論塔板數為10塊，進料位置為第8塊板。
8.如權利要求1-7之一所述的工藝方法，其特徵在於，所述蒸餾塔(109)的回流比為2_4。
9.如權利要求1-8之一所述的工藝方法，其特徵在於，所述蒸餾塔(109)的進料溫度為13-18。。； 優選地，所述蒸餾塔(109)塔頂採出溫度為40-45°C，塔釜採出溫度為68-75°C ； 優選地，所述蒸餾塔(109)塔釜採出液(9)與吸收塔(103)塔底採出的稀丙酮水(5)在第一混合器(104)中混合,第一混合器(104)出口溫度為15_20°C。
10.如權利要求1-9之一所述的工藝方法，其特徵在於，所述工藝方法包括以下步驟:1)溫度為15-25°C的含微量丙酮的待處理氣體(3)由吸收塔(103)底部進入，溫度為10-20°C的吸收水(I)經過第一冷凝器(101)冷凝至7-10°C的冷凝後吸收水(2)，由吸收塔(103)頂部進入，塔底採出稀丙酮水(5)，塔頂排出尾氣(4);所述稀丙酮水(5)中丙酮質量分數為 3.8% -4.2% ； 2)稀丙酮水(5)進入液液分相器(107)進行初步分離，分離成丙酮質量分數不同的兩股料液，丙酮質量分數為65%-73%的料液1(6)進入減壓器(108)進行減壓，丙酮質量分數為0.75%。-0.85%。的料液II (10)通過第二冷凝器(105)冷凝後進入第二混合器(106)，實現對吸收水(I)的補充及自身的循環利用；所述減壓器(108)的入口壓力為100-1 1kPa,出口壓力為 60_70kPa ； 3)經過減壓器(108)減壓的物料(J)在13-18°C下進入蒸餾塔(109)進行減壓蒸餾，塔頂採出丙酮產品(8)，塔釜採出液(9)與吸收塔(103)塔底採出的稀丙酮水(5)在第一混合器(104)中混合後，進入液液分相器(107)，實現能量與物料的循環利用。
【文檔編號】C07C49/08GK104130114SQ201410364802
【公開日】2014年11月5日 申請日期:2014年7月28日 優先權日:2014年7月28日
【發明者】李春利, 方靜, 吳夢曦, 餘迎新, 王榮良 申請人:河北工業大學