CN115992403A

CN115992403A - 一种溶剂汽化方法、汽化系统与应用

Info

Publication number: CN115992403A
Application number: CN202111216340.4A
Authority: CN
Inventors: 胡帅; 杨卫胜; 沈志刚; 毕丰雷
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2021-10-19
Filing date: 2021-10-19
Publication date: 2023-04-21

Abstract

本发明公开了一种溶剂汽化方法、汽化系统与应用，所述方法于汽化装置和加热器内进行，其中，将溶剂引入汽化装置内，所述汽化装置内的气相自汽化装置的上部外采；所述汽化装置内的液相分两部分处理，一部分外采、另一部分被引入加热器中，经所述加热器处理后的溶剂循环回所述汽化装置内。所述溶剂汽化方法和汽化系统在溶剂汽化或纺丝原液制备中的应用，尤其是在高沸点溶剂或高温易分解溶剂汽化中的应用，最优选在二甲基亚砜汽化中的应用。本发明所述方法和系统主要解决现有技术中二甲基亚砜溶剂汽化时(尤其是碳纤维生产过程中)分解率高、溶剂二甲基亚砜损失大等问题。

Description

一种溶剂汽化方法、汽化系统与应用

技术领域

本发明属于溶剂汽化领域，尤其涉及二甲基亚砜汽化，具体地，涉及一种溶剂汽化方法、汽化系统与应用。

背景技术

碳纤维是制造先进复合材料最重要的增强材料，是发展与国民经济的重要战略物资。随着近年来我国对碳纤维的需求日益增长，碳纤维已被列为国家化纤行业重点扶持的新产品，成为国内新材料行业研发的热点。

碳纤维主要是由碳元素组成的一种特种纤维，其含碳量随种类不同而异，一般在90％以上。碳纤维具有高比强度、高比模量、耐热、耐化学腐蚀、耐摩擦、导热、导电、抗辐射、良好的阻尼、减震、降噪等一系列综合性能，作为纤维它还具有柔软性和可编、可纺织性，特别突出的是它的高比强度和高比模量两大特性，使得它广泛应用于风电、建筑补强，轨道交通轻量化、抽油杆等工业应用领域以及高级体育休闲用品、医疗器械等民用行业。

二甲基亚砜(DMSO)是一种重要的有机溶剂，有“万能溶媒”之称，用途十分广泛，在碳纤维的生产过程中要运用大量的DMSO作为纺丝溶剂，纺丝溶剂的品质直接决定了原丝性能和碳纤维的性能。在工业生产过程中，DMSO与H₂O的凝固浴液主要是通过精馏脱水的方式进行DMSO的提纯回收，在提纯及生产过程中，DMSO在高温下(超过130℃)会发生自身的分解，生成二甲基硫醚、二甲基二硫醚等具有恶臭味的气体，造成了环境的污染，分解机理如下所示。

连峰，刘栋，陈秋飞，等在《高科技纤维与应用》中发表“DMSO稳定化及其分解副产物处理方法的探讨”一文中提出DMSO在高温和酸性介质下分解速率会较快，在生产过程中应该控制精馏处理温度为130℃，精馏时间在12h以内，DMSO水溶液中需要补加碱性助剂，控制氛围为碱性氛围，从而减少分解。

中国专利CN204569785U公布了一种从DMSO水溶液中回收DMSO的装置，包括一级脱水塔、二级脱水塔、三级脱水塔产品塔及回收蒸发系统，一级脱水塔底部通过在二级脱水塔之前的强制循环系统与二级脱水塔相连接，二级脱水塔底部与三级脱水塔相连接，三级脱水塔塔底与产品塔相连接，产品塔塔底与回收蒸发系统相连接，一级脱水塔与所述强制循环系统之间设有一个产品塔预热器，所述一级脱水塔通过所述产品塔预热器与所述强制循环系统相连通，所述产品塔预热器还与所述产品塔顶部相连通。

现有文献以及专利所报道的多数关注在二甲基亚砜回收的方法、脱单设备的具体形式，而关注(脱单工艺以及脱单过程中)DMSO汽化过程的方法几乎没有。

发明内容

为了克服现有技术中存在的问题，本发明提供了一种溶剂汽化方法、汽化系统与应用，其中，所述方法于汽化装置和加热器内进行，其中，利用所述加热器使溶剂汽化、然后在所述汽化装置内气液分离，形成的气相自所述汽化装置的顶部采出，采用本发明所述系统与方法可以用于二甲基亚砜汽化、主要解决现有技术中二甲基亚砜溶剂汽化时(尤其是碳纤维生产过程中)分解率高、溶剂二甲基亚砜损失大等问题，以及在碳纤维生产过程中二甲基亚砜分解产生的副产物影响碳纤维产品性能的问题。

本发明目的之一在于提供一种溶剂汽化方法，所述方法于汽化装置和加热器内进行，其中，将溶剂引入汽化装置内，所述汽化装置内的气相自汽化装置的上部外采；所述汽化装置内的液相分两部分处理，一部分外采、另一部分被引入加热器中，经所述加热器处理后的溶剂循环回所述汽化装置内。

其中，加热器循环回的物料为气相与液相的混合；所述汽化装置内含有气相和液相，所述气相包括进料溶剂被闪蒸罐处理形成的气相与任选的经加热器处理后循环回汽化装置的气相；所述液相包括溶剂进料被闪蒸罐处理形成的液相与任选的经加热器处理后循环回汽化装置的液相。其中，所述“外采”是指采出汽化装置之外，也可以表述为外采采出。

在一种优选的实施方式中，所述汽化装置的操作压力为0.1～15KPaA，优选为0.1～12KPaA，更优选为0.1～5KPaA。

例如，所述汽化装置的操作压力为0.1KPaA、0.5KPaA、1KPaA、1.5KPaA、2KPaA、2.5KPaA、3KPaA、3.5KPaA、4KPaA、4.5KPaA、5KPaA、8KPaA、10KPaA、12KPaA或15KPaA。

在一种优选的实施方式中，所述汽化装置为闪蒸罐。

在一种优选的实施方式中，在步骤(2)中，采出的液相与进入加热器的液相的重量比为(0～0.3)：1、且不包含0。

在进一步优选的实施方式中，在步骤(2)中，采出的液相与进入加热器的液相的重量比为(0～0.3)：1、且不包含0，优选(0.01～0.25):1。

例如，采出的液相与进入加热器的液相的重量比为0.01:1、0.05:1、0.1:1、0.15:1、0.2:1、0.25:1或0.3:1。

其中，采出的量不宜太多，一般不超过0.3:1，因为采出的溶剂需要去后续处理单元，同时需要按照采出的量加汽化的量补充进汽化装置进料；如果采出太多，补充进入汽化装置的溶剂量会同时增加，而补充的进料一般是常温的，需要消耗能源将其加热到泡点温度；另一方面，采出的溶剂需要后续单元处理后，才能回收利用，采出量过大，则后续单元的消耗能源也多，设备尺寸也大，投资也会增大。而如果不采出，溶剂分解的杂质一直累积，对溶剂的分解有加速作用。

在一种优选的实施方式中，所述加热器采用加热介质加热，所述加热介质的温度为30～150℃，优选为30～140℃，更优选30～130℃。

其中，所述加热介质可以为导热油，热水或和低压蒸汽导热油与水、蒸汽不同时用，水与蒸汽可以同时。

在一种优选的实施方式中，进入加热器的液相是通过热虹吸的方式或泵增压的方式进入。

在一种优选的实施方式中，外采的液相液相通过泵增压的方式采出。

在一种优选的实施方式中，所述溶剂选自二甲基亚砜、N,N-二甲基甲酰胺、N,N-二甲基乙酰胺中的至少一种。

在一种优选的实施方式中，所述方法的汽化分率小于等于0.25，优选小于等于0.2。

其中，由于需要的溶剂蒸汽的总量是一定的，汽化分率越低，则进入加热器的溶剂就越多，系统能耗和投资就越大。真空系统汽化分率一般在10％～20％左右，本发明要求小于等于0.25即可。

其中，汽化分率是指加热器出口溶剂蒸汽质量流量占加热器入口溶剂的质量流量的比例。

本发明的目的之二在于提供一种溶剂汽化系统，优选用于进行本发明目的之一所述溶剂汽化方法，所述系统包括汽化装置、加热器、内循环管线和外采管线，所述汽化装置的下部分别与所述加热器和所述外采管线(并联)连接，其中，汽化装置的下部、加热器和汽化装置的上部通过所述内循环管线连接(用于部分液相的内循环)，所述汽化装置的下部与所述外采管线连接(用于部分液相的外采)。

其中，汽化装置的下部分出两支，一支与加热器连接，另一支与外采管线连接。这样，汽化装置内的部分液相通过外采管线外采采出，另一部分液相通过内循环管线进入加热器、经加热处理后得到的气液混合物再进入汽化装置内。

在本发明中，采用内循环管线与加热器使部分液相经汽化后在汽化装置内气液分离，气相从汽化装置顶部采出，液相与进料溶剂混合为循环液相(再分两支、一支进入加热器另一支外采采出)，当采用的溶剂为二甲基亚砜时，较好地解决了上述问题，可用于碳纤维生产过程，具有二甲基亚砜溶剂汽化时分解率低、溶剂损失小、碳纤维产品性能好的优点。

在一种优选的实施方式中，在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上设置所述外采管线。

在进一步优选的实施方式中，在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上设置有增压泵，或者，在所述外采管线上设置有增压泵、在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上任选地设置有增压泵。

在另一种优选的实施方式中，在所述汽化装置的下部设置所述外采管线，这样，所述外采管线与所述内循环管线并联设置。

在进一步优选的实施方式中，在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上任选地设置有增加泵，在所述外采管线上设置有增加泵。

在一种优选的实施方式中，在所述汽化装置的上部设置有汽化装置溶剂进口和汽化装置气相出口。

在本发明中，溶剂自所述汽化装置溶剂进口进入汽化装置内，在汽化装置内未汽化的一部分液相通过外采管线采出，另一部分未汽化的液相通过内循环管线进入加热器、经加热处理后得到的气相再进入汽化装置内，汽化装置内的气相通过所述汽化装置气相出口采出。

在本发明中，所述“汽化装置的上部”是指汽化装置的液相以上、包括汽化装置的顶部，所述“汽化装置的下部”是指汽化装置的液相以下、包括汽化装置的底部。

采用本发明目的之一所述溶剂汽化方法或本发明目的之二所述溶剂汽化装置可以高效地得到溶剂蒸汽，尤其是二甲基亚砜蒸汽，主要解决现有技术中碳纤维生产过程中二甲基亚砜溶剂汽化时分解率高、溶剂损失大、溶剂分解产生的副产物影响碳纤维产品性能的问题。

本发明目的之三在于提供本发明所述溶剂汽化方法和汽化系统在溶剂汽化或纺丝原液制备中的应用，尤其是在高沸点溶剂或高温易分解溶剂汽化中的应用，最优选在二甲基亚砜汽化中的应用。

其中，所述高沸点溶剂是指沸点高于120℃的溶剂，所述高温易分解溶剂是指高于100℃(尤其120℃)易分解的溶剂，例如二甲基亚砜。

本发明目的之四在于提供一种制备纺丝原液的方法，包括：所述方法于脱单塔内进行，其中，自所述脱单塔的的上部引入聚合原液、同时自所述脱单塔的下部引入本发明目的之一所述溶剂汽化方法或利用本发明目的之二所述溶剂汽化系统得到的气相(优选二甲基亚砜蒸汽)，经过处理后自所述脱单塔的上部引出轻组分、自所述脱单塔的下部引出所述纺丝原液。

在一种优选的实施方式中，所述聚合原液包括聚合物、溶剂和单体。

在进一步优选的实施方式中，所述溶剂为二甲基亚砜、N,N-二甲基甲酰胺、N,N-二甲基乙酰胺中的至少一种，优选为二甲基亚砜。

在一种优选的实施方式中，在所述脱单塔上部设置有均布器。

在进一步优选的实施方式中，自所述脱单塔的的上部引入聚合原液经均布器均布后与本发明目的之一所述方法得到的蒸汽自上而下逆向接触。

其中，在该逆向接触的过程中，聚合原液中的大部分单体被分离出来，然后经脱单塔上部引出。

在一种优选的实施方式中，进入脱单塔上部的聚合原液需要满足以下条件：

W_mix*(1-P_s-P_p)＝A*W_rec*F_r

其中，W_mix：进入脱单塔上部的聚合原液的流量，kg/h；W_REC：进入加热器的液相的流量，kg/h；P_s：聚合原液中溶剂(例如二甲基亚砜)的重量含量；P_p：聚合原液中聚合度大于50的聚合物重量含量；Fr：所述汽化装置的汽化分率；A：比例系数，取0.001～1，优选0.01～1，例如A为0.001、0.005、0.1、0.2、0.3、0.4、0.5、0.6、0.8或1。

其中，需要控制进入脱单塔内溶剂蒸汽的量不能太多，原因在于：纺丝液去纺丝，不但要控制残单含量(即聚合液纯净值)，还要合适的温度和固含率(即聚合物含量)，如果溶剂蒸汽进入脱单塔增多，虽然残单含量下降，但同时会使固含率比设计值增大，影响纺丝的品质；另外溶剂蒸汽过大，塔内出现液泛现象，塔顶的聚合液不能顺利的流至塔釜，堵塞塔内的空间，塔的压降大幅增加，无法正常运行。因此，需要控制合适的溶剂蒸汽流量。

在一种优选的实施方式中，所述脱单塔的操作压力为0.1KPaA～5.0KPaA，优选0.1～4.5KPaA。

例如，所述脱单塔的操作压力为0.1、0.5、0.8、1、1.2、1.5、1.8、2、2.2、2.5、2.8、3、3.5、4、4.5或5KPaA。

在进一步优选地实施方式中，所述汽化装置的操作压力高于所述脱单塔的操作压力。

其中，由于脱单塔与闪蒸罐气相连通，且脱单塔内部上下有一定的压降，所以闪蒸罐操作压力要略高于脱单塔操作压力才可以将溶剂蒸汽送入脱单塔内部。

在一种优选的实施方式中，在所述脱单塔内部设置有用于增加气液接触面积的内构件。

在进一步优选的实施方式中，所述内构件选自格栅、填料、丝网、或孔板。

本发明目的之五在于提供一种制备纺丝原液的系统，优选用于进行本发明目的之四所述方法，该系统包括脱单塔和本发明目的之三所述溶剂汽化系统。

在一种优选的实施方式中，所述脱单塔的上部设置有聚合原液进口和轻组分出口，在所述脱单塔的下部设置有纺丝液出口和轻组分出口。

在进一步优选的实施方式中，所述气相进口与所述溶剂汽化系统连接。

在更进一步优选的实施方式中，所述气相进口与所述溶剂汽化系统的汽化装置的气相出口相连。

在本发明中，所述“脱单塔的上部”是指脱单塔的液相以上、包括脱单塔的顶部，所述“脱单塔的下部”是指脱单塔的液相以下、包括脱单塔的底部。

在本发明中，所述溶剂优选二甲基亚砜。

本说明书提到的所有出版物、专利申请、专利和其它参考文献全都通过引用并入本文。除非另有定义，本说明书所用的所有技术和科学术语都具有本领域技术人员常规理解的含义。在有冲突的情况下，以本说明书的定义为准。

在本说明书的上下文中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此而形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合是明显不合理的。

在本发明中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。在下文中，各个技术方案之间原则上可以相互组合而得到新的技术方案，这也应被视为在本文中具体公开。

与现有技术相比，本发明具有如下有益效果：

(1)本发明所述溶剂汽化方法和溶剂汽化装置可以用于溶剂汽化，尤其用于二甲基亚砜汽化；

(2)用于二甲基亚砜汽化时，主要解决现有技术中二甲基亚砜溶剂汽化时(尤其是碳纤维生产过程中)分解率高、溶剂二甲基亚砜损失大等问题，以及在碳纤维生产过程中二甲基亚砜分解产生的副产物影响碳纤维产品性能的问题。

附图说明

图1示出所述溶剂汽化装置的一种实施方式的结构示意图；

图2示出所述溶剂汽化装置的另一种实施方式的结构示意图；

图3示出本发明所述制备纺丝原液的系统的结构示意图；

图4示出对比例3采用的系统的结构示意图。

V-汽化装置，E-加热器，P-增压泵，T-脱单塔，F-换热器；

附图标记说明：

1-汽化装置溶剂进口，2-汽化装置气相出口，4-外采管线，5-内循环管线，6-加热介质进料，7-加热介质出料，8-换热器溶剂进口，9-换热介质进料，10-换热介质出料，11-聚合原液进口，12-纺丝液出口，13-轻组分出口。

在图1中，长时间运行后的工作模式为：溶剂(例如二甲基亚砜)自汽化装置溶剂进口1进入汽化装置V内进行汽化形成气相I和液相I，气相I与加热器E循环回的气相II一起自汽化装置V气相出口2采出，液相I与加热器E循环回的液相II一起自汽化装置V的下部引出分两部分处理，如此循环…

在图2中，长时间运行后的工作模式为：溶剂(例如二甲基亚砜)自汽化装置溶剂进口1进入汽化装置V内进行汽化形成气相I和液相I，气相I与加热器E循环回的气相II一起自汽化装置V气相出口2采出，液相I与加热器E循环回的液相II一起自汽化装置V的下部引出分两部分处理，如此循环…

在图3中，自所述脱单塔T上部的聚合原液进口11引入聚合原液、同时自所述脱单塔T的下部引入图1所述溶剂汽化装置得到的气相(优选二甲基亚砜蒸汽)，经过处理后自所述脱单塔上部的轻组分出口13引出轻组分、自所述脱单塔下部的纺丝液出口12引出所述纺丝原液。

具体实施方式

下面结合具体附图及实施例对本发明进行具体的描述，有必要在此指出的是以下实施例只用于对本发明的进一步说明，不能理解为对本发明保护范围的限制，本领域技术人员根据本发明内容对本发明做出的一些非本质的改进和调整仍属本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在以下具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，由此而形成的技术方案属于本说明书原始公开内容的一部分，同时也落入本发明的保护范围。

实施例与对比例中采用的原料，如果没有特别限定，那么均是现有技术公开的，例如可直接购买获得或者根据现有技术公开的制备方法制得。

本发明的技术方案中，溶剂分解率定义如下：

分解率＝[1-(闪蒸罐上部获得的气相物流+外采物流)/溶剂进料]*100％

以百吨级碳纤维生产装置为例，聚合釜送来聚合原液质量流量152kg/h，其中聚合原液中二甲基亚砜质量含量0.79(即79％)，聚合原液中聚合度大于50的聚合物含量0.19(即19％)。

【实施例1】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力2.2KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，溶剂闪蒸罐操作压力2.7KPaA，外循环加热器加热介质温度114℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为20.0wt％，外采与进入加热器液相比例为20.0％，A取值0.05。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量304.0kg/h，外采溶剂60.8kg/h，溶剂蒸汽流量(W_rec*Fr)60.8kg/h。

操作时，调整进入加热器和外采的溶剂流量调节阀，使其流量达到设定值，然后调整加热器加热介质的流量，使汽化分率达到设定值，即达到所需的溶剂蒸汽流量。

连续运行72h考核，溶剂的分解率≤0.01％，脱单塔内部结皮少，得到的纺丝原液单体含量为300PPM，品质高。

【实施例2】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力3.5KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，溶剂闪蒸罐操作压力4.0KPaA，外循环加热器加热介质温度125℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为15.0wt％，外采与进入加热器液相比例为10.0％，A取值0.02。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量1013.33kg/h，外采溶剂101.3kg/h，溶剂蒸汽流量152.0kg/h。

【实施例3】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力4.2KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，溶剂闪蒸罐操作压力5.0KPaA，外循环加热器加热介质温度129℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为10.0wt％，外采与进入加热器液相比例为5.0％，A取值0.08。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量380.0kg/h，外采溶剂19.0kg/h，溶剂蒸汽流量38.0kg/h。

【实施例4】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力1.5KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，溶剂闪蒸罐操作压力2.0KPaA，外循环加热器加热介质温度110℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为5.0wt％，外采与进入加热器液相比例为5.0％，A取值0.1。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量608.0kg/h，外采溶剂30.4kg/h，溶剂蒸汽流量30.4kg/h。

【实施例5】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力1.0KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，溶剂闪蒸罐操作压力1.5KPaA，外循环加热器加热介质温度100℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为2.5wt％，外采与进入加热器液相比例为2.5％，A取值0.12。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流1013.33kg/h，外采溶剂25.33kg/h，溶剂蒸汽流量25.33kg/h。

【比较例1】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力5.5KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，闪蒸罐操作压力5.7KPaA，外循环加热器加热介质温度135℃。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量304.0kg/h，外采溶剂60.8kg/h，溶剂蒸汽流量68.0kg/h。

连续运行72h考核，溶剂的分解率为5.50％，溶剂损失大，脱单塔内部结皮少，纺丝原液单体含量为600PPM。

其中，溶剂分解主要与溶剂本身的温度有关，温度越高，分解率越高。而温度又是由压力决定的，所以关键点在于溶剂汽化的压力。

另外，由于脱单塔与闪蒸罐气相连通，且脱单塔内部上下有一定的压降，所以闪蒸罐操作压力要略高于脱单塔操作压力才可以将溶剂蒸汽送入脱单塔内部。而该对比例1中闪蒸罐的压力低于脱单塔的压力，导致溶剂分解率较高。

【比较例2】

采用如图3所示系统进行，脱单塔操作压力2.2KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，闪蒸罐的操作压力2.7KPaA，外循环加热器加热介质温度114℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为20.0wt％，外采与进入加热器液相比例为20.0％，A取值2.5。

根据关系式计算得到，进入加热器的液相溶剂流量10.13kg/h，外采溶剂2.03kg/h，溶剂蒸汽流量2.03kg/h。

连续运行72h考核，溶剂的分解率为1.35％，溶剂损失大，脱单塔内部结皮多，纺丝原液单体含量大于3000PPM，品质差。

在该对比例2中，溶剂汽化温度控制合适，因此分解率不高，但是A值过大，溶剂蒸汽量偏小，脱单效果不好。

【比较例3】

采用如图4所示系统进行，其中汽化系统为换热器。

脱单塔操作压力2.2KPaA，脱单塔内部采用增加气液接触面积的内构件为填料，换热器操作压力2.7KPaA，外循环加热器加热介质温度114℃。

先设定加热器出口溶剂汽化分率为20.0wt％，无外采溶剂。

可以计算得到，进入加热器的液相溶剂流量304.0kg/h，溶剂蒸汽流量68.0kg/h。

操作时，调整进入加热器溶剂流量调节阀，使其流量达到设定值，然后调整加热器加热介质的流量，使汽化分率达到设定值，即达到所需的溶剂蒸汽流量。换热器内部溶剂液位维持稳定。

连续运行72h考核，溶剂的分解率为8.60％，溶剂损失大，脱单塔内部结皮少，纺丝原液单体含量为850PPM。

【对比例4】

重复实施例1的过程，区别在于：没有外采，闪蒸罐下部的液相全部进入加热器。

连续运行72h考核，溶剂的分解率4.30％，溶剂损失大，脱单塔内部结皮少，纺丝原液单体含量为800PPM。

【对比例5】

重复实施例1的过程，区别在于：没有采用加热器，闪蒸罐下部的液相全部外采。

连续运行72h考核，溶剂的分解率为0％，溶剂无损失，脱单塔内部结皮多，纺丝原液单体含量大于3000PPM，无脱单效果。

以上结合具体实施方式和范例性实例对本发明进行了详细说明，不过这些说明并不能理解为对本发明的限制。本领域技术人员理解，在不偏离本发明精神和范围的情况下，可以对本发明技术方案及其实施方式进行多种等价替换、修饰或改进，这些均落入本发明的范围内。本发明的保护范围以所附权利要求为准。

Claims

1.一种溶剂汽化方法，所述方法于汽化装置和加热器内进行，其中，将溶剂引入汽化装置内，所述汽化装置内的气相自汽化装置的上部外采；所述汽化装置内的液相分两部分处理，一部分外采、另一部分被引入加热器中，经所述加热器处理后的溶剂循环回所述汽化装置内。

2.根据权利要求1所述的溶剂汽化方法，其特征在于，

所述溶剂选自二甲基亚砜、N,N-二甲基甲酰胺、N,N-二甲基乙酰胺中的至少一种；和/或，

所述汽化装置的操作压力为0.1～15KPaA，优选0.1～12KPaA；和/或，

所述加热器采用加热介质加热，所述加热介质的温度为30～150℃，优选为30～140℃，更优选30～130℃。

3.根据权利要求1所述的溶剂汽化方法，其特征在于，

在步骤(2)中，采出的液相与进入加热器的液相的重量比为(0～0.3)：1、且不包含0，优选为(0.01～0.3):1；和/或，

所述方法的汽化分率小于等于0.25，优选小于等于0.2。

4.根据权利要求1～3之一所述的溶剂汽化方法，其特征在于，

进入加热器的液相是通过热虹吸的方式或泵增压的方式进入；和/或，

外采的液相通过泵增压的方式采出。

5.一种溶剂汽化系统，优选用于进行权利要求1～4之一所述溶剂汽化方法，所述系统包括汽化装置、加热器、内循环管线和外采管线，所述汽化装置的下部分别与所述加热器和所述外采管线连接，其中，

所述汽化装置的下部、加热器和汽化装置的上部通过所述内循环管线连接，用于部分液相的内循环；

所述汽化装置的下部与所述外采管线连接，用于部分液相的外采。

6.根据权利要求5所述的溶剂汽化系统，其特征在于，

在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上设置所述外采管线；优选地，在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上设置有增压泵，或者，在所述外采管线上设置有增压泵、在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上任选地设置有增压泵；

或者，

在所述汽化装置的下部设置所述外采管线，所述外采管线与所述内循环管线并联设置；优选地，在所述汽化装置的底部与所述加热器之间的内循环管线上任选地设置有增加泵，在所述外采管线上设置有增加泵。

7.根据权利要求5或6所述的溶剂汽化系统，其特征在于，在所述汽化装置的上部设置有汽化装置溶剂进口和汽化装置气相出口。

8.权利要求1～4之一所述溶剂汽化方法或权利要求5～7之一所述溶剂汽化系统在溶剂汽化或包含该溶剂的纺丝原液制备中的应用，尤其是在高温易分解溶剂汽化或包含该溶剂的纺丝原液制备中的应用，最优选在二甲基亚砜汽化或包含二甲基亚砜的纺丝原液制备中的应用。

9.一种制备纺丝原液的方法，包括：所述方法于脱单塔内进行，其中，自所述脱单塔的的上部引入聚合原液、同时自所述脱单塔的下部引入权利要求1～4之一所述溶剂汽化方法或利用权利要求5～7之一所述溶剂汽化系统得到的气相，经过处理后自所述脱单塔的上部引出轻组分、自所述脱单塔的下部引出所述纺丝原液。

10.根据权利要求9所述的制备纺丝原液的方法，其特征在于，

在所述脱单塔上部设置有均布器；和/或，

在所述脱单塔内部设置有用于增加气液接触面积的内构件。

11.根据权利要求9所述的制备纺丝原液的方法，其特征在于，

所述聚合原液包括聚合物、溶剂和单体，优选地，所述溶剂选自二甲基亚砜、N,N-二甲基甲酰胺、N,N-二甲基乙酰胺中的至少一种；和/或，

所述脱单塔的操作压力为0.1KPaA～5.0KPaA，优选0.1～4.5KPaA。

12.根据权利要求9～11之一所述的制备纺丝原液的方法，其特征在于，进入脱单塔上部的聚合原液需要满足以下条件：

W_mix*(1-P_s-P_p)＝A*W_rec*F_r

其中，W_mix：进入脱单塔上部的聚合原液的流量，kg/h；W_rec：进入加热器的液相的流量，kg/h；P_s：聚合原液中溶剂的重量含量；P_p：聚合原液中聚合度大于50的聚合物重量含量；Fr：所述汽化装置的汽化分率；A：比例系数，取0.001～1，优选0.01～1。

13.一种制备纺丝原液的系统，优选用于权利要求9～12之一所述方法，所述系统包括脱单塔和权利要求5～7之一所述溶剂汽化系统，优选地，所述脱单塔的上部设置有聚合原液进口和轻组分出口，在所述脱单塔的下部设置有纺丝液出口和气相进口。

14.根据权利要求13所述的系统，其特征在于，所述气相进口与所述溶剂汽化系统连接，优选地，所述气相进口与所述溶剂汽化系统的汽化装置的气相出口相连。