乙腈精制方法
【專利摘要】本發明涉及一種乙腈精制方法，所述方法包括以下步驟：a)粗乙腈原料在第一分離塔中蒸餾；在所述第一分離塔提餾段下部側線得到精制后的氣相乙腈物流，在所述第一分離塔塔頂得到含HCN和噁唑的輕組分氣相物流；b)所述含HCN和噁唑的輕組分氣相物流經冷凝器冷凝后，凝液回流至所述第一分離塔塔頂，含HCN和噁唑的不凝氣排出系統；其中，所述不凝氣出料溫度大于45℃、且小于60℃，可用于工業乙腈的分離裝置中。
【專利說明】
乙腈精制方法
技術領域
[0001]本發明涉及一種乙腈精制方法。
【背景技術】
[0002]丙烯氨氧化制丙烯腈的生產過程中，同時副產氫氰酸和乙腈，其中醛、酮、噁唑、丙腈等雜質和少量的氫氰酸在丙烯腈萃取解吸過程中被萃取到乙腈水溶液，經乙腈解吸或汽提到粗乙腈中。通常我們采用由脫氰塔、化學處理、減壓共沸、加壓共沸蒸餾的組合工藝，對乙腈進行連續回收，可有效地脫除乙腈中水和氫氰酸、丙烯腈、丙烯醛、丙腈、丙酮、丙烯醇等雜質，但雜質噁唑由于會在系統中循環累積，最終會影響乙腈的產品質量。文獻US4308108公開了一種提純粗乙腈的工藝，采用水萃取脫除噁唑的方法，從萃取精餾塔的上部脫除噁唑和水、乙腈的混合物，從萃取精餾塔的下部得到乙腈。用此方法脫除噁唑造成了乙腈的較大損失。文獻US5426208公開了另一種提純乙腈的工藝，已脫除水份的乙腈經過臭氧的處理，使噁唑等雜質形成氧化物，再經過一個填充了分子篩的塔器除去氧化物和過量臭氧，從而獲得高純度乙腈。用此方法得到的乙腈純度很高，能符合UV分光光度計、電解分析研究、DNA化學和高性能液相色譜儀的使用要求。但必須在除去水份和大部分雜質的基礎上，再增加臭氧處理和分子篩吸附二個步驟，產品成本較高。
[0003]文獻CN1328994A公開了一種高純乙腈精制方法，從含有乙腈、水、HCN、噁唑和重有機物的粗乙腈中連續回收高純乙腈，依次包括以下步驟:a)粗乙腈經第一分離塔分離，HCN和輕組份由塔頂排出，部分水和重有機物由塔釜排出，在第一分離塔精餾段上部側線液相抽出噁唑；b)脫除了輕組份和絕大部分噁唑的含水乙腈從第一分離塔提餾段下部側線氣相抽出后經化學處理釜加堿化學處理；c)經加堿化學處理脫除游離HCN后的含水乙腈進入減壓的第二分離塔，在塔釜脫除重有機物和水；d)從第二分離塔頂蒸出脫除了大部分水的乙腈進入加壓的第三分離塔，塔頂蒸出含噁唑和水份的乙腈物料返回第一分離塔進料，在提餾段下部氣相抽出得高純乙腈。其中，第一分離塔塔頂物流經冷凝器冷凝后，冷凝液回流至第一分離塔塔頂，不凝氣排出系統，不凝氣出料溫度(即塔頂出料溫度)為29?45°C。該方法通過在第一分離塔的精餾段上部增加一個液相抽出口，使累積的噁唑被順利排出系統。但是，由于該股側線抽出物料流量小，且為了保證最終乙腈的高回收率，此股物料一般不可連續抽出，抽出管道極易出現堵塞現象，造成經常性不可用或停車檢修，裝置不能長周期穩定連續運行。
【發明內容】
[0004]本發明旨在提供一種乙臆精制方法。該方法在有效脫除卩惡卩坐，獲得尚純度乙臆、乙腈損失小的同時，避免了脫噁唑管道的堵塞，使裝置能長期穩定運行。
[0005]為實現上述發明目的，本發明采取的技術方案如下:一種乙腈精制方法，包括以下步驟:
[0006]a)粗乙腈原料在第一分離塔中蒸餾；在所述第一分離塔提餾段下部側線得到精制后的氣相乙腈物流，在所述第一分離塔塔頂得到含HCN和噁唑的輕組分氣相物流；
[0007]b)所述含HCN和噁唑的輕組分氣相物流經冷凝器冷凝后，凝液回流至所述第一分離塔塔頂，含HCN和噁唑的不凝氣排出系統；
[0008]其中，所述不凝氣出料溫度大于45°C、且小于60°C。
[0009]上述技術方案中，優選地，以重量百分比計，所述粗乙腈原料包括20?60%乙腈，I?4% HCN, 0.01?0.3%丙烯腈，34?79%水，0.1?0.7%噁唑，0.1?I %重有機物。
[0010]上述技術方案中，優選地，所述不凝氣出料溫度為46?58°C。更優選地，所述不凝氣出料溫度為48?55 °C。
[0011]上述技術方案中，優選地，所述第一分離塔塔頂壓力為0.1?0.13MPa，進料溫度為30?70°C，提餾段側線抽出溫度為76?100°C，塔釜溫度為105?120°C。
[0012]上述技術方案中，優選地，所述第一分離塔提餾段側線抽出氣相乙腈的位置為提餾段高度從上往下40?80 %，更優選為50?70 %。
[0013]上述技術方案中，優選地，所述第一分離塔提餾段下部側線抽出的氣相乙腈物流經化學處理釜加堿化學處理后，進入減壓的第二分離塔，在塔釜脫除重有機物和水；從第二分離塔塔頂蒸出的脫除了大部分水的乙腈進入加壓的第三分離塔，在所述第三分離塔塔頂蒸出含噁唑和水的乙腈物流返回第一分離塔進料，或者返回化學處理釜進料，或者返回第二分離塔進料；在所述第三分離塔提餾段下部氣相抽出得高純乙腈。
[0014]上述技術方案中，優選地，所述第二分離塔塔頂壓力為50?350毫米汞柱，進料溫度為30?50°C，塔頂溫度為12?55°C，塔釜溫度為50?72°C。
[0015]上述技術方案中，優選地，所述第三分離塔塔頂壓力為0.1?0.4MPa，進料溫度為30?85°C，塔頂溫度為75?122°C，提餾段側線抽出溫度為120?137°C，塔釜溫度為122 ?138。。。
[0016]本發明方法中，由于控制第一分離塔(脫除氫氰酸塔)的塔頂不凝氣出料溫度大于45°C、且小于60°C，在不高于現有技術(第一分離塔的塔頂不凝氣出料溫度為29?45°C )的乙腈損失率的前提下，使累積的噁唑與氫氰酸和少量乙腈作為輕組份被順利排除出系統，保證了裝置穩定運行，同時后續分離塔能得到高純度的乙腈產品，取得了較好的技術效果。
【附圖說明】
[0017]圖1為現有技術。
[0018]圖2為本發明乙腈精制方法流程。
[0019]圖1中和圖2中，I為第一分離塔(脫氫氰酸塔)，2為化學處理釜，3為第二分離塔(減壓蒸餾塔)，4為第三分離塔(加壓蒸餾塔)，5為原料粗乙腈，6為第一分離塔塔頂不凝輕組分物流，7為第一分離塔塔釜物流，8為第一分離塔精餾段上部側線物流，9為第一分離塔提餾段下部側線物流，10為化學處理釜塔釜物流，11為第二分離塔塔頂物流，12為第二分離塔塔釜物流，13為第三分離塔塔頂物流，14為第三分離塔塔釜物流，15為高純乙腈物流。
[0020]圖1中，來自丙烯腈裝置乙腈解吸塔頂的粗乙腈(包括20?60%乙腈，I?4%HCN, 0.01?0.3%丙烯腈，34?79%7Κ，0.I?0.7%噁唑，0.1?I %重有機物)從脫氫氰酸塔I中部進入，塔頂得到含HCN的輕組分物流，塔精餾段側線抽出含噁唑的物流(物流8)，塔提餾段側線氣相抽出物流9(含乙腈60?80%)，塔釜排除部分水(占原料水量的50?80重量％ )和重組份(物流7)。脫氫氰酸塔I塔頂得到的含HCN的輕組分物流經冷凝后，含HCN的不凝氣排出系統。不凝氣出料溫度為29?45°C。脫除了大部分輕組份的含水乙腈(物流9)去化學處理釜2加堿(NaOH)進行化學處理。經化學處理脫除游離氫氰酸、丙烯腈的含水乙腈(物流10)進入減壓蒸餾塔3，從減壓蒸餾塔3塔釜排除重組份雜質(物流12)，塔頂得到脫除大部分水(占原料水量的20?50重量％)的乙腈(物流11)。物流11進入加壓蒸餾塔4，含噁唑和水的物料由加壓蒸餾塔4頂部返回脫氫氰酸塔I進料。在加壓蒸餾塔4的提餾段下部得到高純度的(?99.99重量％ )成品乙腈。
[0021]圖2中，來自丙烯腈裝置乙腈解吸塔頂的粗乙腈(如上所述)從脫氫氰酸塔I中部進入，塔頂得到含HCN和噁唑的輕組分物流，塔提餾段側線氣相抽出物流9 (含乙腈60?80% )，塔釜排除部分水(占原料水量的50?80重量％ )和重組份(物流7)。脫氫氰酸塔I塔頂得到的含HCN和噁唑的輕組分物流經冷凝后，含HCN和噁唑的不凝氣排出系統。不凝氣出料溫度大于45°C、且小于60°C。脫除了輕組份的含水乙腈(物流9)去化學處理釜2加堿(NaOH)進行化學處理。經化學處理脫除游離氫氰酸、丙烯腈的含水乙腈(物流10)進入減壓蒸餾塔3，從減壓蒸餾塔3塔釜排除重組份雜質(物流12)，塔頂得到脫除大部分水(占原料水量的20?50重量％ )的乙腈(物流11)。物流11進入加壓蒸餾塔4，含噁唑和水的物料由加壓蒸餾塔4頂部返回脫氫氰酸塔1，或者減壓蒸餾塔3，或者化學處理釜2，在加壓蒸餾塔4的提餾段下部得到高純度的(?99.99重量％ )成品乙腈。
[0022]下面通過實施例對本發明作進一步的闡述:
【具體實施方式】
[0023]【比較例I】
[0024]采用圖1所示流程，含乙腈45 %、HCN2 %、丙烯腈0.1 %、水51.9 %、噁唑0.5 %、重有機物0.5%的粗乙腈原料從塔I (脫氫氰酸塔)的中部加入，進料溫度為40°C，塔頂壓力為0.12MPA，不凝氣出料溫度為35°C，塔釜溫度為115°C，提餾段側線抽出溫度為92°C，精餾段上部總精餾段塔板數的10%處(從上往下)抽出含噁唑的物流，其中含噁唑10%、水15.5%、1.3%輕組份、其它為乙腈，抽出量為進料量的0.01%，抽出溫度為80°C，其中乙腈損失率9.7%。塔頂脫除含氫氰酸的輕組分，不凝氣(物流6)組成為HCN98%、噁唑0.8%、水1.2%。提餾段側線抽出濃度為70%的乙腈去化學處理，化學處理后進入塔3 (減壓蒸餾塔)、塔4 (加壓蒸餾塔)，塔3操作壓力為200毫米汞柱，塔4操作壓力為0.3MPa。從塔3塔釜排除水和重有機物等雜質，從塔4側線得到成品乙腈。塔4頂部含噁唑物流返回脫氫氰酸塔I進料。粗乙腈經以上流程的精制，成品乙腈含水310ppm、氫氰酸2.8ppm、卩惡挫痕量。乙腈損失率為15%。塔I精餾段側線抽出噁唑管道運行2周后關閉抽出閥，I月后欲再度開啟時出現堵塞現象，裝置停車清堵。
[0025]【實施例1】
[0026]采用圖2所示流程，原料同【比較例I】。粗乙腈原料從塔I (脫氫氰酸塔)的中部加入，進料溫度為40°C，塔頂壓力為0.12MPA，不凝氣出料溫度為50°C，塔釜溫度為115°C，提餾段側線抽出溫度為92°C。塔頂脫除含氫氰酸和噁唑的輕組分，不凝氣(物流6)組成為乙腈5%、噁唑10%、HCN73%、輕組分8%、其他為水。提餾段側線抽出濃度為70%的乙腈去化學處理，化學處理后進入塔3 (減壓蒸餾塔)、塔4 (加壓蒸餾塔)，塔3操作壓力為200毫米汞柱，塔4操作壓力為0.3MPa。從塔3塔釜排除水和重有機物等雜質，從塔4側線得到成品乙腈。塔4頂部含噁唑物流返回脫氫氰酸塔I進料。粗乙腈原料經以上流程的精制，成品乙腈含水310ppm、氫氰酸2.8ppm、噁唑痕量。乙腈損失率為10%，且不存在管線堵塞問題。
[0027]【實施例2】
[0028]同【實施例1】，只是塔I的不凝氣出料溫度為55°C，不凝氣(物流6)組成為乙腈10%、噁唑13%、HCN64%、輕組分7%、其他為水。從提餾段側線抽出濃度為70%的乙腈再經后續化學處理，塔3、塔4脫水精制，從塔4的提餾段側線得到的成品乙腈含水280ppm、氫氰酸2.5ppm、噁唑痕量。乙腈損失率為11%，且不存在管線堵塞問題。
[0029]【實施例3】
[0030]采用圖2所示流程，含乙腈50 %、HCN2.5 %、丙烯腈0.2 %、水46.4 %、噁唑0.4%、重有機物0.5%的粗乙腈原料從塔I (脫氫氰酸塔)的中部加入，進料溫度為38°C，塔頂壓力為0.12MPA，不凝氣出料溫度為52°C，塔釜溫度為115°C，提餾段側線抽出溫度為92.8°C，提餾段側線抽出濃度為72 %的乙腈。不凝氣(物流6)組成為乙腈8 %、噁唑11 %,HCN70 %、輕組分7%、其他為水。不存在管線堵塞問題。
[0031]【比較例2】
[0032]采用圖2所示流程，含乙腈45 %、HCN2 %、丙烯腈0.1 %、水51.9 %、0.5噁唑％、重有機物0.5%的粗乙腈原料從塔I (脫氫氰酸塔)的中部加入，進料溫度為40°C，塔頂壓力為0.12MPA，塔頂不凝氣出料溫度為62°C，塔釜溫度為115°C，提餾段側線抽出溫度為92°C。不凝氣(物流6)組成為乙腈21 %、噁唑15 %、HCN52 %、輕組分5 %、其他為水。提餾段側線抽出濃度為70 %的乙腈去化學處理，化學處理后進入塔3 (減壓蒸餾塔)、塔4 (加壓蒸餾塔)，塔3操作壓力為200毫米汞柱，塔4操作壓力為0.3MPa。從塔3塔釜排除水和重有機物等雜質，從塔4側線得到成品乙腈。粗乙腈經以上流程的精制，成品乙腈含水300ppm、氫氰酸2ppm、噁唑痕量。乙腈損失率為15.7%。但不存在管線堵塞問題。
【主權項】
1.一種乙腈精制方法，包括以下步驟: a)粗乙腈原料在第一分離塔中蒸餾；在所述第一分離塔提餾段下部側線得到精制后的氣相乙腈物流，在所述第一分離塔塔頂得到含HCN和噁唑的輕組分氣相物流； b)所述含HCN和噁唑的輕組分氣相物流經冷凝器冷凝后，凝液回流至所述第一分離塔塔頂，含HCN和噁唑的不凝氣排出系統； 其中，所述不凝氣出料溫度大于45°C、且小于60°C。2.根據權利要求1所述乙腈精制方法，其特征在于以重量百分比計，所述粗乙腈原料包括20?60%乙腈，I?4% HCN, 0.01?0.3%丙烯腈，34?79%水，0.1?0.7%噁唑，0.1?I %重有機物。3.根據權利要求1所述乙腈精制方法，其特征在于所述不凝氣出料溫度為46?58°C。4.根據權利要求3所述乙腈精制方法，其特征在于所述不凝氣出料溫度為48?55°C。5.根據權利要求1所述乙腈精制方法，其特征在于所述第一分離塔塔頂壓力為0.1?0.13MPa，進料溫度為30?70°C，提餾段側線抽出溫度為76?100°C，塔釜溫度為105?120。。。6.根據權利要求1所述乙腈精制方法，其特征在于所述第一分離塔提餾段側線抽出氣相乙腈的位置為提餾段高度從上往下40?80%。7.根據權利要求1所述乙腈精制方法，其特征在于所述第一分離塔提餾段下部側線抽出的氣相乙腈物流經化學處理釜加堿化學處理后，進入減壓的第二分離塔，在塔釜脫除重有機物和水； 從第二分離塔塔頂蒸出的脫除了大部分水的乙腈進入加壓的第三分離塔，在所述第三分離塔塔頂蒸出含噁唑和水的乙腈物流返回第一分離塔進料，或者返回化學處理釜進料，或者返回第二分離塔進料；在所述第三分離塔提餾段下部氣相抽出高純乙腈。8.根據權利要求7所述乙腈精制方法，其特征在于所述第二分離塔塔頂壓力為50?350毫米汞柱，進料溫度為30?50°C，塔頂溫度為12?55°C，塔釜溫度為50?72°C。9.根據權利要求7所述乙腈精制方法，其特征在于所述第三分離塔塔頂壓力為0.1?0.4MPa，進料溫度為30?85 °C，塔頂溫度為75?122 °C，提餾段側線抽出溫度為120?137 °C，塔釜溫度為122?138 °C。
【文檔編號】C07C253/34GK105985261SQ201510052243
【公開日】2016年10月5日
【申請日】2015年1月31日
【發明人】熊瑾 , 顧軍民
【申請人】中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司上海石油化工研究院