CN116023660A - 聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法和系统及相关应用 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法和系统及相关应用，该系统包括：原料预处理单元用于对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；液液萃取单元用于对预处理后的混合液进行液液萃取分离出萃取相和萃余相；萃取相包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，萃余相包含盐水、少量萃取剂；萃取剂回收单元用于对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液；溶剂精制单元用于对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中剩余反应物和水，得到精制后的溶剂；废水处理单元用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水，对盐水进行加热蒸发实现盐水分离，得到萃取剂、固体盐和水；能够连续稳定运行、能耗低，回收率高。

Description

聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法和系统及相关应用

技术领域

本发明聚苯硫醚生产技术领域，特别涉及一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法和系统及相关应用。

背景技术

聚苯硫醚树脂是“世界第6大工程塑料”，也是8大宇航材料之一，是工程塑料中耐热性最好的品种之一，热变形温度大于260℃、抗化学性仅次于聚四氟乙烯，流动性仅次于尼龙，被誉为“塑料黄金”。具有优异的耐化学腐蚀性(200℃下无溶剂可溶)、200～220℃长期使用的热稳定性、阻燃(烧失量LOI≥35)、耐辐射(吸收辐射剂量GY≥1×107)和良好的机械性能及优良的电绝缘性能等特点。在电子电器、航空航天、汽车运输等领域应用广泛。是我国高技术产业发展和传统产业升级不可缺少的新型高分子材料，是发展电子信息、航天、航空、能源等高技术的重要基础材料，是中国制造的重要支撑。

目前聚苯硫醚的工业生产主要采用硫化钠法，通常以N-甲基吡咯烷酮(NMP)为溶剂，在无机盐催化剂的参与下与对二氯苯(DCB)进行高温缩聚反应生成，其主要副产物是氯化钠。通常每生产1吨聚苯硫醚需要8～15吨溶剂NMP循环使用，同时产生1～1.5吨的氯化钠盐以及12～15吨的废水。溶剂回收系统是聚苯硫醚生产装置连续稳定生产的关键因素，降低溶剂损失及溶剂回收系统运行能耗可以显著降低聚苯硫醚的生产成本。因此，需要开发针对聚苯硫醚生产装置的投资少、运行成本低、效率高、稳定性好、易于工程放大的溶剂及其副产物回收工艺。

发明内容

本申请发明人研究发现，工业上主流的聚苯硫醚生产装置所采用的溶剂及副产物回收工艺主要分为普通精馏及萃取精馏两种路线。其中，普通精馏回收工艺存在能耗高、塔釜温度高导致溶剂高温分解、溶剂回收率低、设备材质要求高、蒸发后的含盐浆料容易堵塞塔釜设备而无法连续运行等问题；萃取精馏回收工艺，通常选用正癸醇作为萃取剂，由于醇类物质在水相及溶剂相溶解度均较大，导致后续分离困难，且该发明选用振动筛板塔作为萃取设备，能耗高效率低；因此，现有的回收工艺均无法适用于工业化大型化生产的需要。

鉴于上述问题，提出了本发明以便提供一种克服上述问题或者至少部分地解决上述问题的一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法和系统及相关应用。

本发明实施例提供一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统，包括：

原料预处理单元，用于对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

液液萃取单元，用于对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；所述萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，所述萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

萃取剂回收单元，用于对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，所述溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水；

溶剂精制单元，用于对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂；

废水处理单元，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

在一些可选的实施例中，所述原料预处理单元，包括：混合缓冲罐和过滤器；

所述混合缓冲罐，用于对聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液进行沉降处理，以脱除低聚物和/或重组分；

所述过滤器，用于取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分。

在一些可选的实施例中，所述过滤器包括金属烧结过滤器、烛式过滤器、折叠式滤芯过滤器中的至少一个，所述过滤器的孔径为0.1～10微米孔。

在一些可选的实施例中，所述液液萃取单元，包括填料萃取塔；

所述填料萃取塔，用于使用萃取剂对预处理后的混合液进行分离，分离出萃取相和萃余相；其中，萃取温度为30～50℃，萃取压力为常压～0.2Mpa，所述萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。

在一些可选的实施例中，所述萃取剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括板式蒸馏塔、塔顶冷凝器、回流罐和塔釜再沸器；

所述溶剂回收塔设有萃取相入口，位于塔顶部的萃取剂出口，位于塔底部的溶剂出口；

所述塔顶冷凝器用于对萃取剂进行冷凝；

所述塔釜再沸器，用于对溶剂进行加热；

所述板式蒸馏塔筛板塔盘或浮阀塔盘，操作温度为60～150℃。

在一些可选的实施例中，所述溶剂精制单元，包括溶剂脱水塔和溶剂精制塔；

所述溶剂脱水塔塔顶设有冷凝器、倾析器，塔釜设有再沸器，用于对溶剂回收液进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经所述倾析器进行分离；从塔底收集溶剂；

所述溶剂精制塔塔顶设有冷凝器、塔釜设有再沸器，用于对溶剂进行精馏，得到精制后的溶剂。

在一些可选的实施例中，所述溶剂脱水塔为规整填料塔，填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；所述溶剂回收塔的塔顶设有倾析器，用于回收剩余反应物；

所述溶剂精制塔为规整填料塔，填料高度10～40米，操作压力为5～40Kpa，塔底温度不超过180℃。

在一些可选的实施例中，所述废水处理单元，包括汽提塔和蒸发单元；

所述汽提塔，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水；

所述蒸发单元，用于对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离。

在一些可选的实施例中，所述汽提塔为筛板塔盘，塔盘数为10～30块；所述蒸发单元包括单效蒸发器、多效蒸发器和机械式蒸汽再压缩型蒸发器中的至少一种蒸发器，蒸发器的底部设有稠厚器和离心机。

在一些可选的实施例中，上述系统还包括下列至少一种设置：

位于所述萃取剂回收单元中的溶剂回收塔与液液萃取单元中的萃取塔之间的循环通路，以将所述溶剂回收塔的塔顶热量用于对液液萃取单元的加热，以及将所述溶剂回收塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用；

位于萃取剂回收单元中的溶剂回收塔和溶剂脱水塔之间的循环通路，以将溶剂回收塔分离出的水分循环至溶剂回收塔使用；

位于废水处理单元中的汽提塔和液液萃取单元中的萃取塔之间的循环通路，以将所述汽提塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用。

本发明实施例提供一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法，包括：

原料预处理单元对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

液液萃取单元对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；所述萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，所述萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

萃取剂回收单元对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，所述溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水；

溶剂精制单元对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂；

废水处理单元从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

在一些可选的实施例中，所述对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物，包括：

将聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液；

将混合液送入混合缓冲罐停留1～10小时以进行缓冲沉降处理，取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分；其中，进行过滤时采用0.1～10微米孔径的至少一个过滤器。

在一些可选的实施例中，所述对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相，包括：

将预处理后的混合液送入填料萃取塔中，加入萃取剂，在30～50℃萃取温度，常压～ 0.2MPa萃取压力下对混合液进行分离，分离出包含萃取相和萃余相；其中，所述萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。

在一些可选的实施例中，所述萃取剂和溶剂的质量比为4～6：1，萃取温度为30～40℃，填料萃取塔的填料高度为10～25米。

在一些可选的实施例中，所述对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，包括：

通过溶剂回收塔对萃取相进行分离，从溶剂回收塔的顶部馏出萃取剂，从溶剂回收塔的底部收集溶剂回收液；溶剂回收塔的操作温度为60～150℃，塔压为0.01～0.17MPa。

在一些可选的实施例中，所述对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂，包括：

将溶剂回收液送入溶剂脱水塔进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经所述倾析器进行分离；从塔底收集溶剂；溶剂回收塔的填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；

将溶剂送入溶剂精制塔进行精馏，得到精制后的溶剂；溶剂精制塔的填料高度10～40 米，操作压力为5～40Kpa，塔底温度不超过180℃。

本发明实施例提供一种上述的聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统在聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收过程中的应用。

本发明实施例提供的上述技术方案的有益效果至少包括：

本发明实施例提供的聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统和方法，通过对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理脱除不溶物，实现混合液中重组分的脱除，从而解决含盐溶剂堵塞分离设备的问题；通过液液萃取对混合溶液进行初步分离，将含盐水的萃余相与含溶剂、萃取剂等的萃取相进行分离，后续对萃取相和萃余相再分别进行处理；从而有效地分离出溶剂、萃取剂、盐、水等物质，并可以将分离出的物质进行循环利用。上述系统和方法，是一种聚苯硫醚生产过程中的混合液进行有效处理的完整工艺，其各环节相互配合、协调，且生产过程中的各种参数灵活可控，既能有效脱除混合液中的重组分，有效防止设备阻塞，又能高效分离出含盐副产品，还能实现反应溶剂和萃取剂的有效分离和重复利用，各设备之间还可以建立循环体系，实现回收产物和热量的循环利用，该工艺流程安全可靠，操作能耗显著降低，并能够实现稳定连续生产，溶剂和萃取剂等的回收率大大提高。

本发明的其它特征和优点将在随后的说明书中阐述，并且，部分地从说明书中变得显而易见，或者通过实施本发明而了解。本发明的目的和其他优点可通过在所写的说明书、权利要求书、以及附图中所特别指出的结构来实现和获得。

下面通过附图和实施例，对本发明的技术方案做进一步的详细描述。

附图说明

附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本发明的实施例一起用于解释本发明，并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明实施例中聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统的结构示意图；

图2为本发明实施例中聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法的流程图。

具体实施方式

下面将参照附图更详细地描述本公开的示例性实施例。虽然附图中显示了本公开的示例性实施例，然而应当理解，可以以各种形式实现本公开而不应被这里阐述的实施例所限制。相反，提供这些实施例是为了能够更透彻地理解本公开，并且能够将本公开的范围完整的传达给本领域的技术人员。

为了解决现有技术中聚苯硫醚生产过程中的溶剂和副产物回收工艺中存在设备能耗高、含盐浆料容易堵塞回收设备、溶剂回收率、系统无法连续稳定运行等问题，本发明实施例提供一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统和方法，将溶剂回收系统的原料预处理、液液萃取、萃取剂回收、溶剂(NMP)精制、含盐废水处理进行系统化配置，针对现有流程的主要问题提出解决方案，适用于工业化大型化生产。

本发明实施例提供的聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统，其结构如图1所示，包括：原料预处理单元1、液液萃取单元2、萃取剂回收单元3、溶剂精制单元4和废水处理单元5。

原料预处理单元1，用于对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

液液萃取单元2，用于对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

萃取剂回收单元3，用于对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水；

溶剂精制单元4，用于对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂。

废水处理单元5，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

上述系统中，萃取剂回收单元3分离出的萃取剂和废水处理单元5分离出的少量萃取剂可以返回液液萃取单元2循环利用，溶剂精制单元4分离出的水可以返回至萃取剂回收单元3循环利用进行热量调节，废水处理单元5分离出的水可以返回聚苯硫醚反应设备进行循环利用，上述系统形成一个整体工艺流程，能够有效的降低耗能，有效提高了聚苯硫醚生产过程中溶剂、剩余反应物和废水循环利用率，降低溶剂损耗及回收操作成本，解决装置的连续稳定运行问题。

可选的，上述原料预处理单元1包括混合缓冲罐和11过滤器12；混合缓冲罐11，用于对聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液进行沉降处理，以脱除低聚物和/或重组分；过滤器12，用于取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分。优选的，过滤器12包括金属烧结过滤器、烛式过滤器、折叠式滤芯过滤器中的至少一个，过滤器的孔径为0.1～10微米孔。

可选的，上述液液萃取单元2包括填料萃取塔21；填料萃取塔21用于使用萃取剂对预处理后的混合液进行分离，分离出萃取相和萃余相；其中，萃取温度为30～50℃，萃取压力为常压～0.2Mpa，萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。

可选的，上述萃取剂回收单元3包括溶剂回收塔31，溶剂回收塔31包括板式蒸馏塔、塔顶冷凝器、回流罐和塔釜再沸器；溶剂回收塔设有萃取相入口，位于塔顶部的萃取剂出口，位于塔底部的溶剂出口；塔顶冷凝器用于对萃取剂进行冷凝；塔釜再沸器，用于对溶剂进行加热。板式蒸馏塔可以是筛板塔盘或浮阀塔盘，操作温度为60～150℃。

可选的，上述溶剂精制单元4包括溶剂脱水塔41和溶剂精制塔42；溶剂脱水塔41塔顶设有冷凝器和倾析器，塔釜设有再沸器，用于对溶剂回收液进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经倾析器进行分离；从塔底收集溶剂。溶剂脱水塔41为规整填料塔，填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；溶剂回收塔的塔顶设有倾析器，用于回收剩余反应物。溶剂精制塔42塔顶设有冷凝器、塔釜设有再沸器，用于对溶剂进行精馏，得到精制后的溶剂。溶剂精制塔42为规整填料塔，填料高度10～40米，操作压力为5～ 40Kpa，塔底温度不超过180℃。

可选的，上述废水处理单元5包括汽提塔51和蒸发单元52；汽提塔51，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水；蒸发单元52，用于对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离。汽提塔51为筛板塔盘，塔盘数为10～30块；蒸发单元包括单效蒸发器、多效蒸发器和机械式蒸汽再压缩型蒸发器中的至少一种蒸发器，蒸发器的底部设有稠厚器和离心机。

可选的，上述系统还包括下列至少一种设置：

位于萃取剂回收单元3中的溶剂回收塔31与液液萃取单元2中的萃取塔21之间的循环通路，以将溶剂回收塔的塔顶热量用于对液液萃取单元的加热，以及将溶剂回收塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用。

位于萃取剂回收单元3中的溶剂回收塔31和溶剂脱水塔32之间的循环通路，以将溶剂回收塔分离出的水分循环至溶剂回收塔使用.

位于废水处理单元5中的汽提塔51和液液萃取单元2中的萃取塔21之间的循环通路，以将汽提塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用。

该系统中还可以设置位于溶液精制单元4中的溶剂精制塔42和原料预处理单元1中的混合缓冲罐11之间的循环通路，以将溶剂精制塔42分离出的重组分循环至混合缓冲罐，进行新一轮的沉降处理。

上述系统可用于聚苯硫醚生产过程中的溶剂及其副产物回收工艺，原料预处理单元对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理脱除不溶物，实现混合液中重组分的脱除，从而解决含盐溶剂堵塞分离设备的问题；通过液液萃取对混合溶液进行初步分离，将含盐水的萃余相与含溶剂、萃取剂等的萃取相进行分离，后续对萃取相和萃余相再分别进行处理；从而有效地分离出溶剂、萃取剂、盐、水等物质，并可以将分离出的物质进行循环利用。上述系统和方法，是一种聚苯硫醚生产过程中的混合液进行有效处理的完整工艺，其各环节相互配合、协调，且生产过程中的各种参数灵活可控，既能有效脱除混合液中的重组分，有效防止设备阻塞，又能高效分离出含盐副产品，还能实现反应溶剂和萃取剂的有效分离和重复利用，各设备之间还可以建立循环体系，实现回收产物和热量的循环利用，该工艺流程安全可靠，操作能耗显著降低，并能够实现稳定连续生产，溶剂和萃取剂等的回收率大大提高。

基于同一发明构思，本发明实施例还提供一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法，其流程如图2所示，包括如下步骤：

步骤S101：原料预处理单元对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

将聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液；将混合液送入混合缓冲罐进行沉降处理，取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分。优选的，将混合液送入混合缓冲罐停留1～10小时以进行缓冲沉降处理；采用0.1～ 10微米孔径的至少一个过滤器进行过滤。

步骤S102：液液萃取单元对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

将预处理后的混合液送入填料萃取塔中，加入萃取剂，在30～50℃萃取温度，常压～ 0.2MPa萃取压力下对混合液进行分离，分离出包含萃取相和萃余相；其中，萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。优选的，萃取剂和溶剂的质量比为4～6：1，萃取温度为30～40℃，填料萃取塔的填料高度为10～25米。

步骤S103：萃取剂回收单元对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水。

通过溶剂回收塔对萃取相进行分离，从溶剂回收塔的顶部馏出萃取剂，从溶剂回收塔的底部收集溶剂回收液；溶剂回收塔的操作温度为60～150℃，塔压为0.01～0.17MPa。

步骤S104：溶剂精制单元对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂。

将溶剂回收液送入溶剂脱水塔进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经倾析器进行分离；从塔底收集溶剂；将溶剂送入溶剂精制塔进行精馏，得到精制后的溶剂。优选的，溶剂回收塔的填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；溶剂精制塔的填料高度10～40米，操作压力为5～40Kpa，塔底温度不超过180℃。

上述方法中步骤S103、步骤S104进行热量集成，比如步骤S103的萃取剂回收塔进料由步骤S104溶剂精制塔顶气相加热。

步骤S105：废水处理单元从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

上述步骤S101为原料预处理脱除低聚物及重组分等不溶物的过程。来自聚苯硫醚生产过程中的母液及产品洗涤液混合后得到混合液，混合液包含溶剂、剩余反应物、低聚物和/ 或重组分等不溶物、固体混盐及水，混合液送入原料预处理单元进行固液分离，将低聚物和/或重组分等不溶物从液相中脱除，原料预处理过程包括进料混合缓冲、沉降、精密过滤及在线反洗，在去除原料液中低聚物及重组分的同时，解决原料液因上游间歇洗涤带来的组成波动问题，保证下游工艺单元的稳定进料。在线反洗是指实时监测过滤器的压差，当压差过高时，切换至使用备用的过滤器，高压差的过滤器从物料出口处通入滤液反向冲洗滤芯并清除滤芯表面固体残渣，一段时间后停止反冲洗过滤器进入备用状态。

原料预处理单元缓冲沉降时，混合液在混合缓冲罐中停留时间为1～10小时，对混合液进行缓冲沉降后，可以降低后续过滤单元的操作负荷，脱除低聚物等不溶物的过滤可以选择0.1～10微米孔径或以上的金属烧结过滤器、烛式过滤器、折叠式滤芯过滤器中的一种或多种组合过滤器，并配置在线反洗系统。

上述步骤S102为液液萃取实现溶剂及盐水的高效分离的过程。步骤S101预处理后的混合液送入液液萃取单元进行溶剂及盐水的高效分离，液液萃取单元选用高效填料萃取塔，以烃类、卤代烃类及酯类溶剂中的一种或多种复合溶剂作为萃取剂，萃取温度30～50℃，萃取压力为常压～0.2MPa；通过液液萃取得到的萃取相包括溶剂、萃取剂、剩余反应物、少量的重组分及水，萃余相包括盐水以及微量的萃取剂。

液液萃取过程中，萃取剂可以选用烃类、卤代烃类及酯类溶剂中的一种或多种复合溶剂，萃取剂与混合液中溶剂的质量比为1～6：1，优选4～6：1，其中溶剂为聚苯硫醚生产中所涉及到的溶剂，优选N-甲基吡咯烷酮，萃取设备选用高效填料萃取塔，填料高度为5～30米，优选10～25米。

上述步骤S103为溶剂分离和萃取剂回收过程。步骤S102得到的萃取相送入萃取剂回收单元回收萃取剂并分离出溶剂等物质，萃取剂回收单元包括溶剂回收塔，溶剂回收塔可以采用板式蒸馏塔，板式精馏塔塔顶设置冷凝器、回流罐，板式精馏塔塔釜再沸器等，在溶剂回收塔内，富集的萃取剂由塔顶馏出，冷凝后可以送入液液萃取单元中的萃取塔循环使用，塔底为溶剂、剩余反应物、少量重组分及水等溶剂回收液。

萃取剂回收单元包括的溶剂回收塔可以是板式蒸馏塔，板式精馏塔可以选用筛板塔盘、浮阀塔盘，优选浮阀塔盘，可以是单效精馏也可以是多效精馏，操作温度60～150℃，并通过后续溶剂脱水塔顶的水相回流来实现塔底的温度控制。

上述步骤S104为溶剂精制过程。步骤S103得到的包括溶剂、剩余反应物、少量重组分及水的溶剂回收液送入溶剂精制单元，溶剂精制单元包括溶剂脱水塔和溶剂精制塔；溶剂脱水塔上设有剩余反应物回收倾析器，溶剂脱水塔和溶剂精制塔的塔顶设有冷凝回流罐、塔釜设有再沸器。在溶剂脱水塔内，塔顶富集的水及剩余反应物冷凝后送入剩余反应物回收倾析器，在倾析器内实现水和剩余反应物的分离，水相部分回流至溶剂脱水塔，部分循环送入萃取剂回收单元的溶剂回收塔底作为温度调节手段，油相剩余反应物(例如聚苯硫醚聚合反应物DCB)间歇采出回收，回收的剩余反应物可以送至聚苯硫醚反应设备循环使用，比如可以回收至存储反应物的储罐所在罐区；在溶剂脱水塔内，塔底脱除水分及剩余反应物的溶剂及少量重组分送入溶剂精制塔，精制溶剂由塔顶精馏富集，冷凝后作为聚苯硫醚装置的循环溶剂返回反应设备循环使用，塔底少量溶剂、富集的重组分可以送回原料预处理单元，实现重组分的循环脱除。

溶剂脱水塔优选规整填料塔，填料高度10～30米，采取负压操作以降低塔釜温度，防止溶剂高温的水解和分解，塔的操作压力为5～40KPaA，脱水塔顶设置倾析器实现剩余反应物的回收，其中剩余反应物为聚苯硫醚生产中所涉及到的剩余反应物，优选对二氯苯；溶剂精制塔优选规整填料塔，填料高度10～40米，采取负压操作，塔的操作压力为5～40KPaA，塔底操作温度不超过180℃，塔底溶剂、富集的重组分返回原料预处理之前，实现重组分的循环脱除。

上述步骤S105为含盐废水处理过程。步骤S102中得到的萃余相盐水以及微量的萃取剂送入废水处理单元，废水处理单元包括汽提塔和蒸发单元，汽提塔可以对萃余相汽提脱除有机物，蒸发单元可以对盐水蒸发分离盐和水。在萃余相汽提塔内，由蒸汽在汽提塔内脱除有机物，塔顶富集的萃取剂可以循环使用，塔釜得到的盐水送入盐水蒸发单元进行盐水分离，分离后的混盐可作为副产物外售，废水可作为循环洗涤水返回上游的聚苯硫醚反应设备循环使用，可以作为洗涤水使用等等。

萃余相汽提塔优选筛板塔盘，塔盘数为10～30块；盐水蒸发单元蒸发器为单效蒸发器或多效蒸发器或机械式蒸汽再压缩型蒸发器中的一种或多种组合形式，蒸发器底部浓缩盐水经稠厚器和离心机分离出固体盐，尽可能降低蒸发能耗。

关于上述实施例中的系统和方法，其相关内容已在其中一部分进行详细描述的，其他部分将不做详细阐述说明。

本发明上述方法和系统，通过原料预处理、溶剂液液萃取、萃取剂回收、溶剂精制、含盐废水处理的系统完整工艺，完成了萃取剂的循环利用和溶剂及剩余反应物和盐的回收，优选的填料萃取塔效率高操作稳定，萃取剂回收塔底温度灵活可控，系统重组分可有效脱除，彻底解决含盐溶剂堵塞分离设备的问题。

本发明实施例提供的聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统和方法，用于聚苯硫醚生产过程中的溶剂及其副产物回收，可连续稳定生产、溶剂回收率及纯度高、回收能耗低。该方法包括原料预处理、溶剂液液萃取、萃取剂回收、溶剂精制、含盐废水处理等过程。来自聚苯硫醚生产过程中的反应母液及产品洗涤液混合后经上述工艺可实现溶剂、剩余反应物、固体混盐及废水的高效分离，回收的溶剂还可以返回聚苯硫醚反应单元循环使用，剩余反应物回收储存以备继续使用，固体混盐可作为副产品外售，废水返回也可以反应单元循环使用。该工艺流程安全可靠，操作能耗显著降低，并可实现连续稳定生产，溶剂(聚苯硫醚溶剂NMP)的回收率大于98％，纯度大于99.5％。盐回收系统采用汽提、多效蒸发的方案，总操作能耗为普通精馏工艺的65％。该工艺解决了不溶物堵塞造成装置不能连续稳定运行、溶剂易高温水解造成回收率低、以及回收工艺能耗高等问题。

下面通过具体实施例说明本发明上述技术方案进行详细说明。

本发明的上述聚苯硫醚生产过程中的溶剂及其副产物回收工艺，采用多塔连续操作，参照图1所示的，该系统所采用的设备主要包括混合缓冲罐、带返洗的精密过滤器、萃取塔、脱萃取剂塔、溶剂脱水塔、溶剂精制塔、汽提塔和蒸发单元等部分。

在下面实施例的具体描述中，要处理的物料为来自聚苯硫醚生产过程中产品母液及产品洗涤液的混合液，由聚苯硫醚低聚物、溶剂、重组分、剩余反应物、副产物盐、水组成，其中溶剂含量在35～45％之间、盐含量在3～6％左右、低聚物在0.1～0.5％之间、其余主要为水。通过对该种物料进行过滤脱低聚物、蒸发脱盐、萃取精馏脱水处理，可获得高纯度、高收率的溶剂产品再次应用于聚苯硫醚生产，同时可副产剩余反应物和固体盐。

按照上述步骤S101-S105的全部工艺流程，针对不同进料组成范围，进行三组实施例操作，各实施例操作条件如下表1：

表1

在一些具体的实施例中，各工艺步骤的具体操作如下：

(1)原料预处理脱除低聚物及重组分

来自聚苯硫醚生产过程中的过滤母液及产品洗涤液混合后送入进料混合缓冲罐，取沉降后的上层清液送入精密过滤系统，去除原料液中不溶物及重组分。按照此过程，进行三组实施例操作，各实施例操作条件如下表2，当进料固含量不超过0.5％时，经实施例操作后，其母液出料固含量不超过0.015％。其中固含量是指混合液中低聚物、重组分等不溶物的含量，其中，固含量、水含量、溶剂含量是指重量百分比(wt％)。

表2

从表2可以看出，通过原料预处理环节后，混合液中低聚物、重组分等不溶物固含量显著降低。其中，缓冲沉降1～10小时，采用0.1～10微米孔径过滤器时，固含量降低的效果更佳。

(2)液液萃取实现溶剂及盐水的高效分离

过滤后的混合液送入萃取塔，在萃取塔内与萃取剂逆流接触萃取相为溶剂、萃取剂、少量重组分及水，萃余相为盐水以及微量的萃取剂。按照此过程，进行不同萃取剂与溶剂质量比、萃取塔压力和温度、萃取塔填料高度的实施例操作，各实施例操作条件如下表3a、 3b和3c所示。

表3a

表3b

表3c

表3a显示了不同萃取剂和溶剂在质量比下萃取相溶剂的收率。表3b显示了不同温度和不同压力下萃取相溶剂的收率。表3c显示了不同填料高度下萃取相溶剂的收率。从上述表 3a、3b和3c可以看出，萃取剂与溶剂质量比越大萃取效果越好，萃取塔压力对萃取效果影响不大，温度升高会使萃取效果下降。在萃取剂与溶剂质量比为1～6：1，温度为30～50℃，压力位常压～0.2Mpa，填料高度为5～30米能够获得较好的溶剂收率，优选在萃取剂与溶剂质量比为4～6：1，温度在30～40℃，填料高度为10～25m时萃取效果更佳。

(3)萃取剂回收

萃取相送入溶剂回收塔，塔顶富集的萃取剂返回萃取塔循环使用，塔底为溶剂、少量重组分及水。按照此过程，进行4组实施例操作，各实施例操作条件如下表4。

表4

上述表4中，1#表示第一个塔，2#表示第二个塔，从表4可以看出，当萃取剂回收塔压、温度变化时，萃取剂收率变化不大，但若采用双效精馏操作，相对实施例1可节能45％。

(4)溶剂精制

上述得到的溶剂、少量重组分及水进入溶剂脱水塔内，塔顶富集的水及剩余反应物冷凝后送入剩余反应物回收倾析器，在倾析器内实现水和剩余反应物的分离，水相部分回流至剩余反应物脱水塔，部分循环送入的溶剂回收塔底作为温度调节手段，油相剩余反应物间歇采出回收去罐区；在溶剂脱水塔内，塔底脱除水分及剩余反应物的溶剂及少量重组分送入溶剂精制塔，精制溶剂由塔顶精馏富集，冷凝后作为聚苯硫醚装置的循环溶剂返回反应工序，塔底少量溶剂、富集的重组分送回原料预处理环节，实现重组分的循环脱除。按照此过程，分别对溶剂脱水塔和溶剂精制塔进行不同塔压与温度、填料高度的实施例操作，各实施例操作条件如下表5a和5b，表6a和6b所示。

表5a

表5b

表6a

表6b

从上数表5a、5b和表6a、6b可以看出，溶剂脱水塔压力对分离效果影响不大，填料高度20～30m时分离效果较好。溶剂精制塔压力对分离影响不大，填料高度20～40m时分离效果较好。

(5)含盐废水处理

上述得到的萃余相盐水以及微量的萃取剂送入含盐废水处理单元，在汽提塔中，由蒸汽在汽提塔内脱除有机物，塔顶富集的萃取剂可以循环使用，塔釜得到的盐水送入盐水蒸发单元进行盐水分离，分离后的混盐可作为副产物外售，废水可作为循环洗涤水返回聚苯硫醚反应设备循环使用。按照此过程，对汽提塔进行不同填料高度的实施例操作，各实施例操作条件如下表7和表8，可以看出，汽提塔压力对分离影响不大，塔板数20～30块时分离效果较好。

表7

表8

从表7和表8可以看出，含盐废水中的微量萃取剂也能得到有效地回收，并且蒸发单元实现盐、水分离时，节能效果也比较明显。

上述实施例中，从聚苯硫醚生产过程中产品母液及产品洗涤水混合液中回收溶剂，且溶剂的收率为99％，纯度在99.9％以上，满足聚苯硫醚的溶剂需求，可循环使用。同时可回收剩余反应物和盐。与先脱固体和盐，再两塔精馏回收溶剂的工艺相比，可节能10～35％，且萃取相中含盐量少，不存在系统堵塞问题，可连续稳定操作，且具有很好的节能效果。

应该明白，公开的过程中的步骤的特定顺序或层次是示例性方法的实例。基于设计偏好，应该理解，过程中的步骤的特定顺序或层次可以在不脱离本公开的保护范围的情况下得到重新安排。所附的方法权利要求以示例性的顺序给出了各种步骤的要素，并且不是要限于所述的特定顺序或层次。

在上述的详细描述中，各种特征一起组合在单个的实施方案中，以简化本公开。不应该将这种公开方法解释为反映了这样的意图，即，所要求保护的主题的实施方案需要清楚地在每个权利要求中所陈述的特征更多的特征。相反，如所附的权利要求书所反映的那样，本发明处于比所公开的单个实施方案的全部特征少的状态。因此，所附的权利要求书特此清楚地被并入详细描述中，其中每项权利要求独自作为本发明单独的优选实施方案。

上文的描述包括一个或多个实施例的举例。当然，为了描述上述实施例而描述部件或方法的所有可能的结合是不可能的，但是本领域普通技术人员应该认识到，各个实施例可以做进一步的组合和排列。因此，本文中描述的实施例旨在涵盖落入所附权利要求书的保护范围内的所有这样的改变、修改和变型。此外，就说明书或权利要求书中使用的术语“包含”，该词的涵盖方式类似于术语“包括”，就如同“包括，”在权利要求中用作衔接词所解释的那样。此外，使用在权利要求书的说明书中的任何一个术语“或者”是要表示“非排它性的或者”。

Claims (17)

1.一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统，其特征在于，包括：

原料预处理单元，用于对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

液液萃取单元，用于对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；所述萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，所述萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

萃取剂回收单元，用于对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，所述溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水；

溶剂精制单元，用于对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂；

废水处理单元，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

2.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述原料预处理单元，包括：混合缓冲罐和过滤器；

所述混合缓冲罐，用于对聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液进行沉降处理，以脱除低聚物和/或重组分；

所述过滤器，用于取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分。

3.如权利要求2所述的系统，其特征在于，所述过滤器包括金属烧结过滤器、烛式过滤器、折叠式滤芯过滤器中的至少一个，所述过滤器的孔径为0.1～10微米孔。

4.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述液液萃取单元，包括填料萃取塔；

所述填料萃取塔，用于使用萃取剂对预处理后的混合液进行分离，分离出萃取相和萃余相；其中，萃取温度为30～50℃，萃取压力为常压～0.2Mpa，所述萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。

5.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述萃取剂回收单元包括溶剂回收塔，所述溶剂回收塔包括板式蒸馏塔、塔顶冷凝器、回流罐和塔釜再沸器；

所述溶剂回收塔设有萃取相入口，位于塔顶部的萃取剂出口，位于塔底部的溶剂出口；

所述塔顶冷凝器用于对萃取剂进行冷凝；

所述塔釜再沸器，用于对溶剂进行加热；

所述板式蒸馏塔为筛板塔盘或浮阀塔盘，操作温度为60～150℃。

6.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述溶剂精制单元，包括溶剂脱水塔和溶剂精制塔；

所述溶剂脱水塔塔顶设有冷凝器和倾析器，塔釜设有再沸器，用于对溶剂回收液进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经所述倾析器进行分离；从塔底收集溶剂；

所述溶剂精制塔塔顶设有冷凝器、塔釜设有再沸器，用于对溶剂进行精馏，得到精制后的溶剂。

7.如权利要求6所述的系统，其特征在于，所述溶剂脱水塔为规整填料塔，填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；所述溶剂回收塔的塔顶设有倾析器，用于回收剩余反应物；

所述溶剂精制塔为规整填料塔，填料高度10～40米，操作压力为5～40Kpa，塔底温度不超过180℃。

8.如权利要求1所述的系统，其特征在于，所述废水处理单元，包括汽提塔和蒸发单元；

所述汽提塔，用于从萃余相中分离出萃取剂和盐水；

所述蒸发单元，用于对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离。

9.如权利要求8所述的系统，其特征在于，所述汽提塔为筛板塔盘，塔盘数为10～30块；所述蒸发单元包括单效蒸发器、多效蒸发器和机械式蒸汽再压缩型蒸发器中的至少一种蒸发器，蒸发器的底部设有稠厚器和离心机。

10.如权利要求1-9任一所述的系统，其特征在于，还包括下列至少一种设置：

位于所述萃取剂回收单元中的溶剂回收塔与液液萃取单元中的萃取塔之间的循环通路，以将所述溶剂回收塔的塔顶热量用于对液液萃取单元的加热，以及将所述溶剂回收塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用；

位于萃取剂回收单元中的溶剂回收塔和溶剂脱水塔之间的循环通路，以将溶剂回收塔分离出的水分循环至溶剂回收塔使用；

位于废水处理单元中的汽提塔和液液萃取单元中的萃取塔之间的循环通路，以将所述汽提塔分离出的萃取剂循环至萃取塔使用。

11.一种聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收方法，其特征在于，包括：

原料预处理单元对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物；

液液萃取单元对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相；所述萃取相中包含溶剂、萃取剂、剩余反应物、水，所述萃余相中包含盐水、少量萃取剂；

萃取剂回收单元对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，所述溶剂回收液中包括溶剂、剩余反应物、水；

溶剂精制单元对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂；

废水处理单元从萃余相中分离出萃取剂和盐水，并对盐水进行加热蒸发实现盐、水分离，得到萃取剂、固体盐和水。

12.如权利要求11所述的方法，其特征在于，所述对生产聚苯硫醚产生的混合液进行预处理以脱除不溶物，包括：

将聚苯硫醚生产过程中产生的过滤母液和产品洗涤液混合后得到混合液；

将混合液送入混合缓冲罐停留1～10小时进行缓冲沉降处理，取沉降处理后的上层混合液进行过滤，以脱除低聚物和/或重组分；其中，进行过滤采用0.1～10微米孔径的至少一个过滤器。

13.如权利要求11所述的方法，其特征在于，所述对预处理后的混合液进行液液萃取，分离出萃取相和萃余相，包括：

将预处理后的混合液送入填料萃取塔中，加入萃取剂，在30～50℃萃取温度，常压～0.2MPa萃取压力下对混合液进行分离，分离出包含萃取相和萃余相；其中，所述萃取剂和混合液中溶剂的质量比为1～6：1；填料萃取塔的填料高度为5～30米。

14.如权利要求13所述的方法，其特征在于，所述萃取剂和溶剂的质量比为4～6：1，萃取温度为30～40℃，填料萃取塔的填料高度为10～25米。

15.如权利要求11所述的方法，其特征在于，所述对萃取相进行分离，分离出萃取剂和溶剂回收液，包括：

通过溶剂回收塔对萃取相进行分离，从溶剂回收塔的顶部馏出萃取剂，从溶剂回收塔的底部收集溶剂回收液；溶剂回收塔的操作温度为60～150℃，塔压为0.01～0.17MPa。

16.如权利要求11所述的方法，其特征在于，所述对溶剂回收液进行处理，分离出溶剂中含有的剩余反应物和水，得到精制后的溶剂，包括：

将溶剂回收液送入溶剂脱水塔进行分离，从塔顶馏出水和剩余反应物，水和剩余反应物经所述倾析器进行分离；从塔底收集溶剂；溶剂回收塔的填料高度10～30米，操作压力为5～40Kpa；

将溶剂送入溶剂精制塔进行精馏，得到精制后的溶剂；溶剂精制塔的填料高度10～40米，操作压力为5～40Kpa，塔底温度不超过180℃。

17.一种如权利要求1-10任一所述的聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收系统在聚苯硫醚生产过程中的溶剂回收过程中的应用。

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