齊云國，王 敏

（濰坊職業(yè)學(xué)院,山東 濰坊 262737）

前言

乙酸乙酯與異丙醇都是常用的化工溶劑[1]與生產(chǎn)原料，在生產(chǎn)氨芐類藥物過程中常會產(chǎn)生大量的乙酸乙酯、異丙醇與水的混合廢液，對于其回收與利用可降低排污量及生產(chǎn)成本。由于其體系存在最低共沸物，常規(guī)方法無法實現(xiàn)高純度分離。常用萃取精餾、變壓精餾等方式進(jìn)行分離[2-8],相對于其他方式而言萃取精餾具有能耗低、污染少、溶劑易于回收的特點，故采取優(yōu)良的萃取劑優(yōu)化其操作參數(shù)是重要的研究目標(biāo)。

1 異丙醇-水-乙酸乙酯三元系統(tǒng)分析

從圖1 可以看出，異丙醇、乙酸乙酯、水的沸點分別為82.05℃、77.20℃、100.02℃。從數(shù)據(jù)中可以發(fā)現(xiàn)，水的沸點最高，乙酸乙酯的沸點最低。同時，通過研究發(fā)現(xiàn)，以上各個物質(zhì)均為有機(jī)溶劑，且兩者之間均存在共沸以及三元共沸物等情況。因此，乙酸乙酯、水、異丙醇為四元共沸體系。

圖1 異丙醇-乙酸乙酯-水體系在常壓下的VLL 平衡相圖Fig.1 The VLL equilibrium phase diagram of the isopropanol-ethyl acetate-water system under normal pressure

2 工藝流程

工藝流程如圖2 所示，整個工藝過程中，首先原料廢水進(jìn)入濃縮塔，通過濃縮分離，塔底得到符合標(biāo)準(zhǔn)要求的廢水，塔頂?shù)玫揭宜嵋阴?、異丙醇及水的共沸混合液。該粗液則送入乙酸乙酯回收塔，在塔的上部通入萃取劑乙二醇，經(jīng)過萃取精餾，塔頂?shù)玫椒袭a(chǎn)品要求的乙酸乙酯產(chǎn)品，塔底得到的釜液則送入異丙醇回收塔。在異丙醇回收塔的上半段則通入萃取劑乙二醇，經(jīng)過萃取分離，塔頂?shù)玫疆惐籍a(chǎn)品。塔底的乙二醇水溶液則進(jìn)入萃取劑回收塔，通過分離回收，塔頂?shù)玫綇U水，塔底得到的乙二醇萃取劑經(jīng)冷凝后進(jìn)行回收利用。

圖2 分離工藝流程圖Fig.2 The flow chart of separation process

3 參數(shù)優(yōu)化

我們選取某化工廠廠20t/h 廢水處理量為例，我們利用靈敏度分析對萃取劑流量、塔板數(shù)、采出量、進(jìn)料位置及回流比進(jìn)行參數(shù)了優(yōu)化，

3.1 萃取劑流量的優(yōu)化

在乙酸乙酯的回收過程中，萃取劑流量對精餾分離效果具有較大的影響。在分離過程中，隨著萃取劑流量的增加，其分離效果也隨之變優(yōu)。然而，萃取劑流量的增加同樣會提高整個分離過程中的操作費用，增加經(jīng)濟(jì)成本。因此，本文以萃取劑流量為變量，乙酸乙酯回收塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度及塔底熱負(fù)荷為目標(biāo)進(jìn)行優(yōu)化分析，其結(jié)果如圖3 所示：

圖3 乙酸乙酯回收塔的萃取劑流量優(yōu)化Fig.3 The optimization of extractant flow in the ethyl acetate recovery tower

從圖3 觀察發(fā)現(xiàn)，隨著萃取劑流量的增加，其塔頂廢乙酸乙酯及產(chǎn)品的純度逐漸升高并趨于穩(wěn)定，而其塔底再沸器的熱負(fù)荷則隨著塔板數(shù)的增加而增加。因此，在保證產(chǎn)品純度大于98%（wt），且降低再沸器熱負(fù)荷的情況下，選擇其最佳萃取劑流量為6800kg/h。

3.2 塔板數(shù)的優(yōu)化

理論塔板數(shù)對精餾分離效果具有較大的影響。在分離過程中，隨著回收塔塔板數(shù)的增加，其分離效果也隨之變優(yōu)。然而，塔板數(shù)的增加同樣會提高設(shè)備的投資消耗，增加經(jīng)濟(jì)成本。因此，本文以塔板數(shù)為變量，乙酸乙酯回收塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度及塔底熱負(fù)荷為目標(biāo)進(jìn)行優(yōu)化分析，其結(jié)果如圖4 所示：

圖4 乙酸乙酯回收塔的塔板數(shù)優(yōu)化Fig.4 The optimization of number of plates in the ethyl acetate recovery tower

從圖4 觀察發(fā)現(xiàn)，隨著理論塔板數(shù)的增加，其塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度不斷升高并趨于穩(wěn)定，而其塔底再沸器的熱負(fù)荷則隨著塔板數(shù)的增加而增加。因此，在保證產(chǎn)品純度大于98%（wt），且降低再沸器熱負(fù)荷的情況下，選擇其最佳塔板數(shù)為30 塊。因此綜合考慮選擇最佳理論板數(shù)N=30。

3.3 塔頂采出量的優(yōu)化

乙酸乙酯塔頂采出量的變化，對乙酸乙酯塔的分離效果及塔的熱負(fù)荷具有較大的影響。采用靈敏度分析方法，以采出流量為變量，乙酸乙酯回收塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度及塔底熱負(fù)荷為目標(biāo)進(jìn)行優(yōu)化分析，其結(jié)果如圖5 所示：

圖5 乙酸乙酯回收塔的的塔頂采出優(yōu)化Fig.5 The optimization of recovery of top of the tower in the ethyl acetate recovery tower

從圖5 優(yōu)化結(jié)果可以看出，隨著塔頂采出量的增加，其塔頂乙酸乙酯含量減少，而其塔底再沸器的熱負(fù)荷則隨著采出的增加而增加，但是當(dāng)塔頂采出較少時會影響下游的產(chǎn)品純度。經(jīng)觀察發(fā)現(xiàn)，在塔頂采出流量為404kg/h 時將其作為塔頂采出量最佳值。

3.4 進(jìn)料位置的優(yōu)化

精餾分離過程中，萃取劑以及原液的進(jìn)料位置對分離效果具有重要的影響作用。因此，本文以萃取劑以及原液的進(jìn)料位置為變量，乙酸乙酯回收塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度及塔底熱負(fù)荷為目標(biāo)進(jìn)行優(yōu)化分析，其結(jié)果如圖6、7 所示：

圖6 原料進(jìn)料位置的優(yōu)化Fig.6 The optimization of feeding position of the raw material

根據(jù)該優(yōu)化圖6 可以發(fā)現(xiàn)，隨著原料進(jìn)料位置的下移，其塔頂乙酸乙酯純度下降、塔底再沸器的熱負(fù)荷先降低后上升，其存在最佳位置。因此，從綜合角度出發(fā)，選擇最佳進(jìn)料位置為第12 塊。

圖7 萃取劑進(jìn)料位置的優(yōu)化Fig.7 The optimization of feeding position of the extractant

根據(jù)圖7 優(yōu)化結(jié)果可以發(fā)現(xiàn)，隨著萃取劑進(jìn)料位置的下移，其塔頂乙酸乙酯的純度逐漸降低、塔底再沸器的熱負(fù)荷逐漸降低。因此，從綜合角度出發(fā)，選擇最佳進(jìn)料位置為第4 塊。

3.5 回流比的優(yōu)化

在精餾分離過程中，回流比對整個乙酸乙酯回收塔的分離具有較大的作用。在精餾分離過程中，隨著回流比的增加塔頂乙酸乙酯純度不斷增加，但是同時會提高再沸器的熱負(fù)荷。因此，本文以精餾塔回流比為變量，乙酸乙酯回收塔頂乙酸乙酯產(chǎn)品純度及塔底熱負(fù)荷為目標(biāo)進(jìn)行優(yōu)化分析，其結(jié)果如圖8 所示：

圖8 回收塔回流比的優(yōu)化Fig.8 The optimization of reflux ratio of the recovery tower

從圖8 可發(fā)現(xiàn)，隨著回流比的增加，其塔頂乙酸乙酯純度不斷提高，并最終保持穩(wěn)定，但其再沸器能耗不斷上升，因此在保證分離效果的同時，取最佳回流比為0.2。

我們對于工藝涉及的全部設(shè)備進(jìn)行了優(yōu)化，優(yōu)化結(jié)果如表1 所示。

表1 流程優(yōu)化結(jié)果表Table 1 The optimization result of the process

4 結(jié)論

基于熱力學(xué)分析，對異丙醇-乙酸乙酯-水的三元共沸體系進(jìn)行了具體分析。其共沸物均為最低共沸物，因此提出采用先濃縮提純，后精制的分離方案。原料廢水首先經(jīng)過濃縮塔，塔頂?shù)玫胶猩倭克娜卜形?，塔底則為廢水。隨后以乙二醇為萃取劑，采用萃取精餾的特殊精餾方式實現(xiàn)共沸物的分離，最終得到乙酸乙酯及異丙醇的產(chǎn)品。最后采用萃取劑回收塔，最終實現(xiàn)萃取劑的回收，大大提高了物質(zhì)的利用效率。同時，相比于直接采用萃取精餾過程，通過先濃縮后可以大大減少萃取劑的消耗量，大幅降低了整個分離過程中的能耗。