粗品药液过滤机_葡萄酒过滤机

三氯蔗糖的合成路线是一个复杂的化学过程，根据实际情况的不同，具有不同的工艺路线，生产线的设计也不同，但无论基于怎么样的设计路线，最终产品的产生，都需要一系列的反应单元，配置各种原材料、动力、人力以及不同类型的设备装置等，按照有序、有衡、有容、有效的管理体系进行组织运行。

现以设计为年产2000吨的三氯蔗糖生产线为例，探讨三氯蔗糖生产线及其关键装备的设计与选用。

1三氯蔗糖生产线的主要工艺

本项目选择单基团保护合成工艺，单基团保护法的核心技术是蔗糖-6-乙酸酯的制备。

1.1蔗糖-6-乙酸酯合成方法的研究

三氯蔗糖是以蔗糖为原料，将其分子内5个仲羟基中的4位羟基和3个伯羟基中的1 '、

6'位羟基用氯原子取代而制得。蔗糖分子中8个羟基反应活性差异较大，一般是伯位羟基反应活性较强，而仲位羟基反应活性较弱，即6'>6>4> 1 '>2>3，3 '，4'。众多的研究表明，蔗糖6位羟基对蔗糖氯化衍生物的甜度有重大影响，如果它被氯取代，不但不增加甜度，反而会降低甜度，而使该化合物变成苦味。合成三氯蔗糖的关键就是屏蔽6位羟基使之不能被氯化，而最大限度地选择性氯化4~1 '~6 ' 位羟基。因此，要想使其他羟基发生反应，而6位羟基保持不变，就需要对6位羟基进行基团保护，蔗糖-6-乙酸酯的制备即成为单基团保护法的核心。

现研究采用的是硫酸铈及硫酸铈一硅胶作为催化剂合成蔗糖-6-乙酸酯，这种催化剂可获得较高纯度的蔗糖-6-乙酸酯，产品收率也可高达80％以上。与其他的蔗糖-6-乙酸酯的合成方法相比，该方法具有工艺简单，产品纯度高，生产成本低等优点，适合工业化生产。

1.2反应中间体分离与提纯方法

蔗糖-6-乙酸酯经氯代反应生成三氯蔗糖-6-乙酸酯，但该反应过程伴随着许多副

反应，反应产物相当复杂，以致在后工段的三氯蔗糖-6-乙酸酯的分离和提纯相当困难。

1.3反应溶剂的回收与循环使用

在整个三氯蔗糖的合成工艺中，伴随着大量有机溶剂的消耗和使用，其中溶剂二甲基甲酰胺（下称DMF)使用量大且对回收溶剂品质要求很高，如果该溶剂得不到有效回收和利用，将会使整个生产成本升高而使产品在价格上无法参与市场竞争。为解决出DMF溶剂的回收与循环利用的问题，第2.2.2.2章节作DMF溶剂的回收及其工艺的研究。

1.4三氯蔗糖制备的主要生产工艺及其设备流程

三氯蔗糖制备的主要生产工艺如下图如示，其制备过程有可以分为三大步骤：

第一

利用适当的保护基团，在适宜的反应条件下，对蔗糖分子中的C-6位羟基进行单基团保护，生成蔗糖-6-乙酯；

第二，选用适当的氯化试剂，选择性氯化蔗糖C-4，1 '-6 '位羟基，最后得到三氯蔗糖-6-乙酯；

第三，脱去C-6位上的保护基团使其恢复为自由羟基，得到最终产品三氯蔗糖。

生产工艺流程图见图2-1，其工艺概要为：

图2-1 三氯蔗糖工艺流程图

1.4.1 一糖合成

图2-2 一糖合成工艺设备流程图

图2-2是一糖合成反应的工艺流程图，在三氯蔗糖制备过程中，一糖合成主要是为了实现蔗糖-6-乙酸酯的形成，是工艺过程的关键环节，主要过程是酯化反应和乙酰化反应。

酯化反应是蔗糖上羟基发生的最常见的反应。在一糖合成的体系里，酯化反应主要是实现对蔗糖-位-6羟基的保护，即定向地使蔗糖-6位上的羟基酯化，得到其中间体，蔗糖与羧基或羧酸衍生物（酯、酸酐、酰氯等）反应可以得到蔗糖酯，通常生成的蔗糖酯都是有单酯、二酯和多酯组成的混合物。在酯化反应中，DMF溶剂作为其中的一种物料，其含有的水份会影响到反应过程，并且酯化反应能够分解出水，故分水过程的操作及其装置尤显得重要。在酯化反应中生成的蔗糖-4，6-原乙酸酯中，为了得到蔗糖-6-乙酸酯，需要借助水分子将生成的环状化合物蔗糖-4，6-原乙酸酯开环，分解得到蔗糖-4-乙酸酯和蔗糖-6-乙酸酯，再通过有机碱的作用，促使蔗糖-4-乙酸酯转化为蔗糖-6-乙酸酯。这一过程由于发生了乙酰基团的迁移，又称之为乙酰化反应。在乙酰化反应过程中，由于反应条件，乙酰化反应罐在接收上层料液前必须保证是烘干状态，不能有其他的杂质。

在一糖合成的工艺体系里，必须要控制好反应的条件，比如酯化投料应先加入溶剂，再投固体原料；酯化投料抽液体原料前，必须确保原料不含超过1000ppm的水分；分水反应过程加热蒸汽的压力控制在0.06MPa左右，温度84 ℃左右；乙酰化罐在接收料液前必须烘干；催化剂的含水量<0.5％等。

1.4.2一糖萃取浓缩

图2-3所示是一糖萃取浓缩的工艺流程图，一糖萃取浓缩分为萃取和浓缩两个过程，在这两个过程中，基本上不伴随有化学反应，其主要内容是为了回收上一工艺反应过程里有机溶剂，通过分离出混合物里的有机溶剂，并浓缩，达到循环利用，减少溶剂损失的目的。

在该工艺中，需要注意的技术有：

一糖萃取过程中，目的是萃取分离DMF液和SC液，利用两者溶解度的差异实现目标，为了达到更佳效果，通常需要两次或者两次以上的操作，在生产线上，采取三次萃取分离过程来实现回收DMF液和SC液；在分层界面处有一些絮状物，在第一，第二次萃取后分离SC液相时，絮状物应跟下层走，放入萃取搅拌缸，第三次萃取后跟上层走，放入SC相贮罐。

图2-3 一糖萃取浓缩工艺设备流程图

一糖浓缩过程中，把前面分离出来的一糖萃取液均匀抽到两个浓缩锅，打开冷凝器冷却水，打开浓缩锅的搅拌，待浓缩系统的真空度达到-0.090MPa时，打开热水循环系统加热浓缩，这个过程伴随有冷却过程，以防止浓缩过程温度过高导致冲罐。先后蒸出SC液和DMF液，在浓缩锅内温度达到88 ℃，真空度<-0.IMPa时，判断锅内糖浆是否很稠、不起泡。达到浓缩终点后关水循环真空系统和冷却系统，浓缩结束后将DMF废液泵入废液回收车间。加约400LDMF液入浓缩锅里溶解糖浆，温度不超过88 ℃。溶解5小时后关闭热水加热系统，打开冷却水制冷。一糖液制冷到室温后，抽到下一步中的低温氯代罐，抽完后每个浓缩锅再加50LDMF液洗锅，并将DMF液抽到低温氯代罐。

1.4.3氯代中和

氯代中和的工艺流程如图2-4所示。氯代中和分为氯代和中和两个过程，其中氯代是该过程的重点，也是整个三氯蔗糖制备工艺过程的又一个要点。这个工艺过程，在蔗糖-6-乙酸酯的基础上，通过选择合适的氯代试剂，本设计中选用DMF和氯化亚砜作为氯代试剂，选择性氯化蔗糖C-4，1 '、6 ' 位羟基，可达到目的。大量研究证明，氯代过程需要严格的温度控制，常常分二段进行温度和时间的控制，因此在本设计中，氯代过程分解为低温氯代过程和高温氯代过程。

在低温氯代阶段，由于滴加氯代试剂过程，将伴随着激烈的放热反应，必须开启冷冻系统进行制冷，反应罐内温度降至-14 ℃~15 ℃时，开始滴加氯代试剂，滴加过程控制好流量，滴加速度不能过快，当罐内温度升至-8 ℃时，停止滴加；

反应罐内温度降至-10 ℃ 时，开始第二次滴加，当罐内温度升至-7 ℃时停止滴加；温度降至-10 ℃时，开始第三次滴加氯代试剂，当罐内温度升至-2 ℃时停止滴加，滴加完氯代试剂后，关闭制冷系统，保温搅拌1小时。

在该阶段里，固体物质完全溶解，成比较良好的单相体系，主要生成单氯代物和少量的二氯代产物。

在这个阶段里，滴加速度不能过快且保证均匀的滴加速度；反应罐搅拌器必须开启，充分搅拌滴加的氯化试剂；体系温度保证在0 ℃以下。

低温氯代形成的产物输送到高温氯代反应罐，作进一步的升温反应，进入到高温氯代阶段，反应温度和时间是控制三氯蔗糖产品产率和纯度的关键因素。高温氯代反应过程依然伴随有放热反应，在此过程里，必须密切留意温度的变化，当温度上升比较快的情况下，适时启动冷冻系统，最好控制体系温度在100 ℃~112℃。由于反应

图2一4氯代中和工艺设备流程图

温度和时间不同，所得产物也不尽相同。温度太低只有95 ℃时，氯化试剂只能氯化蔗糖上 4和6' 两个位置，无法氯化活性较低的1 '位，所以得到大量二氯代物，随着温度的升高和反应时间的延长，三氯代物比例增加，但一旦温度太高后，达到135 ℃，氯化产物变复杂，生成大量四氯代物，甚至可能出现碳化情况。

在这个阶段里，滴加速度不能过快且保证均匀的滴加速度；反应罐搅拌器必须开启，充分搅拌滴加的氯化试剂；体系温度保证在0 ℃以下。

在此阶段中，反应温度和时间的控制是操作过程中需要特别注意的，且在反应过程的副产物排放的尾气（主要是一些酸气）要处理得当，否则一旦尾气回收不完全，形成的液体回流到反应罐中，容易引发冲罐，导致中间物料的报废。

至此，氯代反应过程完成，生成的中间体产物入下一步工艺中，对其作相应的中和配制。中和过程是一个比较简单的过程，将预先配制好的酸液和碱液抽入到计量罐里，控制碱液的滴加速度，防止温度上升过快，适时开启冷冻系统。整个过程温度最高不能超过25 ℃，当物料反复测的pH值达到9.0时碱液滴加完成，并开始滴加酸液，滴加酸液温度控制在15℃~24 ℃；反复测得pH=7.0时，停止滴加酸液，反应结束后，将物料温度控制在15℃~20 ℃。确定中和液保温搅拌两小时后，开始离心操作。

1.4.4薄膜浓缩

薄膜浓缩的工艺流程如图2-5所示，薄膜浓缩的过程是将来自上一工艺的氯代中和液输送到储存罐，以备薄膜浓缩作业。在薄膜浓缩工艺里，主要目的是从氯代中和液里初步浓缩得到所需的中间体，由于反应体系里伴随着很多的副反应，形成有很多的副产物，这些副产物与所要获得的糖液混合存在，同时为了得到更好的中间体，故采用浓缩分离的手段实现。

图2-5 薄膜浓缩工艺设备流程图

由于三氯蔗糖的糖液中间体耐温性差，粘度高，并且容易结晶、成团甚至结垢，若采用传统的蒸发器进行浓缩，物料在蒸发器中长时间受热，一方面，产品在加热管管壁结晶，影响传热，需要经常清洗而影响生产；另一方面，产品受热温度高、时间长，容易分解，进而影响了产品品质和收率。为了改善糖液在浓缩工序的状况，在设备选型中针对糖液的这些特性，和产量的要求、成本等因素，现采用刮板式旋转薄膜蒸发器来对糖液进行浓缩。

图2-6薄膜蒸发器结构示意图

如图2-6示，物料从加热区的上方径向进入蒸发器；经布料器分布到蒸发器加热的壁面，然后，旋转的刮膜器将物料连续均匀地加热面上刮成厚薄均匀的液膜，并以螺旋状向下推进。在此过程中，旋转的刮膜器保证连续和均匀的液膜产生高速湍流，并阻止液膜在加热而结焦、结垢，从而提高了传热总系数。轻组份被蒸发形成蒸汽流上升，经汽液分离器到达和蒸发器直接相连的外置冷凝器；重组份则从蒸发器底部封头的锥体排出。一个独特的布料器不仅仅具有将物料均匀地泼向蒸发器内壁，防止物料溅到蒸发器内部喷入蒸汽流，还具有防止刚进入的物料在此处闪蒸，有利于泡沫的消除，物料只能沿着加热面蒸发。在刮膜蒸发器的上部配有一个物料依据特性设计的离心式分离器，将上升蒸汽流的液滴分离出来并返回布料器。

与常规的蒸发器比较，薄膜蒸发器具有以下显著的优越性能：

1、 极小的压力损失，真空压降小

在旋转薄膜蒸发器中，物料“流”与二次蒸汽“流”是两个独立的通道。物料是沿蒸发筒体内壁降膜而下；而由蒸发面蒸发出的二次蒸汽则从筒体中央的空间几乎无阻碍地离开蒸发器，因此压力损失是极小的。由于二次蒸汽由蒸发面到冷凝器的阻力极小，使得整个蒸发筒体内壁的蒸发面维持较高的真空度。加上蒸发器轴封采用双端面机械密封，所以蒸发面上的真空几乎等于真空系统出口的真空度。由于真空度的提高，有效降低了被处理物料的沸点

2、 高传热系数，高蒸发强度

一方面，物料被分布器和转动的刮板均匀地分布在蒸发壁面呈膜状向下流动，由于液膜厚度小，且在搅拌作用下产生强烈的湍流使液膜中物料不断更新变化，同时抑制物料在壁面结住、结垢，因而提高了蒸发筒壁的分传热系数；另一方面，由于物料沸点的降低，加大了与加热介质的温度差，因而大大提高了蒸发强度，可以达到100~200kg/ m2/h。

3、 过流时间短，设备效率高

薄膜蒸发器可以实现连续操作，边进料边浓缩，设备利用率高，同时，在蒸发面上不结垢、不结焦，因而不需要停产清洗，这样大大了提高设备使用效率。物料在蒸发器内过流时间很短，对于常用的活动刮板而言，刮板螺旋角为45。，流体流动时间仅3秒，而改变刮板螺旋角，可以方便改变物料在蒸发器内停留时间。由于停留时间短，可以有效抑制物料在加热过程中聚合和分解等副反应。

4、 适应性强，操作方便

薄膜蒸发器对物料粘度适用范围广，可以处理粘度达100Pa.s的高粘性液体，同时对物料浓度调节范围宽，可以处理浓度在10％~90％之间的物料。因此，只要真空度、加热介质温度稳定，通过调节物料流量可以方便地调节产品浓度，甚至可以实行自控，整个工艺操作极其方便。

5、 节约能耗，节省投资

由于降低了物料的沸点，在保证相同Δt的条件下，一方面，可以利用低压蒸汽，甚至可以用电加热水作热源，另一方面，降低了物料加热的温度，因而降低了能耗。薄膜蒸发器兼加热器和蒸发器于一体，设备单一，在处理物料相同的情况下，与循环蒸发器相比，设备投资可节省近1/5左右。

由于薄膜蒸发器优越的性能和简易的工艺操作，在三氯蔗糖生产线上引进了两台GXZ 系列的薄膜蒸发器，其浓缩的效果远远好于普通蒸发器。

薄膜蒸发器在生产线上工艺流程图如下：

图2-7物料浓缩工艺流程简图

二糖浓缩液在普通蒸发器和薄膜蒸发器浓缩过程的参数对比如表2-1所示。

表2-1糖液分别在普通蒸发器和薄膜蒸发器中浓缩的比较

在薄膜浓缩过程里，加热介质不是蒸汽，而是95 ℃的热水，热水的温度变化比较小，可以减少糖液在浓缩过程中由于温度变化过大而出现碳化现象。

浓缩的糖液抽入溶解罐后，开启搅拌，打开热水循环系统，将罐内物料加热至70 ℃，关闭热水循环系统保温搅拌30~60分钟。开启离心机、泥浆泵，打开溶解罐底阀，开始加料进行离心操作，加热进行的离心操作后，计量糖液体积；开启真空，将糖液抽回溶解罐，打开冷却水系统，将罐内温度降至30 ℃左右，关闭冷却水系统；对己冷却的糖液搅拌3~4 小时，对物料再进行离心；离心操作后完把糖液在板框过滤机上进行两次过滤。过滤后的糖液则进行二糖萃取。被过滤物则为三氯蔗糖-6-乙酯的中间产物。

1.4.5二糖溶解萃取

二糖溶解卒取的工艺过程如图2-9所示。在本设计中，将所得到的三氯蔗糖-6-乙酯糖液称之为二糖。在二糖溶解萃取工艺里，把来自上一工艺中的糖液首选用加入清水或者套用母液进行溶解处理，然后进入萃取分离，萃取分离使用离心萃取机萃取。本研究曾先后试用了间歇式搅拌萃取罐、混合澄清槽、萃取塔等传统萃取等设备进行萃取分离，但萃取效率和分离效果均达不到要求，使用了CTL325-N型的离心萃取机，经过工艺调整和设备调试，离心萃取效率高，可以达到97 %，分离效果好，达到了生产所需的工艺要求。

1一轴，2一重相堰；3一轻相堰；4一重相出口；5一重相收集室；

6一轻相收集室；7一轻相出口；8一径向叶片，9一混合相入口，10一转筒，

11一外壳 12一重相进口13一轻相进口；14一间隙；15一环隙；16一固定叶片

图2-8离心萃取机结构图

图2-9 二糖溶解萃取工艺流程图

离心萃取机如图2-8所示，离心萃取机由传动、转鼓和外壳三部分组成，转鼓外壁与外壳下部内壁的环形空间为混合室；转鼓内筒的空间为分离室。离心萃取机工作原理包括两个过程，即混合传质过程与两相分离过程，而这两个过程都是在同一机内完成的。

在混合传质过程中，轻重两相溶液按一定比例分别进入下部混合室，从转鼓中心入口处由轮式搅拌浆和分散浆混合分散，此时两相液体得到了充分混合，使溶质由一相液体中传递到另一相液体中，从而完成了混合传质过程。

在萃取分离过程中，混合液在下转鼓中由筋板带动，很快与转鼓同步回转，经环形挡流板借助上转鼓的离心吸力进入上转鼓。在转鼓中由幅板继续带动混合液同步回转，在离心力场下，两相互相分离，比重大的重相液体在向上流动过程中逐步远离转鼓中心而靠向鼓壁；比重小的轻相液体逐步远离鼓壁靠向中心。最终两相液体分别通过各自堰板进入收集室由引管接出机外，完成两相分离过程。

在三氯蔗糖生产过程中的应用，含中间体和催化剂的反应液进入离心萃取机，同时，萃取溶剂按比例进入离心萃取机。反应液和萃取溶剂在离心萃取机中完成混合传质和两相分离过程，催化剂从反应液进入到萃取溶剂中，从而实现中间体与催化剂的分离。重相进入浓缩锅，蒸馏回收反应溶剂，浓缩物进入下一工序；轻相进入另一浓缩锅，蒸馏回收萃取溶剂，浓缩物经处理后重复使用。其工艺过程如下图示：

图2-10离心萃取过程工艺图

对于萃取溶剂与反应液比例的选择，实验表明，比例为1：1时，萃取分离效果高。对萃取后的反应液和萃取液分别进行测定，反应液中催化剂含量小于0.5mg/L，萃取液中中间体含量小于1mg/L,符合工艺要求。

离心萃取机转速的大小直接影响萃取分离的效果，转速越高，萃取分离的效果越好，但转速越高，对萃取离心机的加工精度要求也越高，设备投资也大；若转速太低，相界面分不清，产生夹带现象，使分离效果不理想。经过计算和多次实验，确认离心萃取机的转速在2000 r/min 左右，萃取分离的效果最好。为了具有可比性，将生产中的物料分成两半，一半用搅拌萃取罐萃取，一半用离心萃取机萃取，经多次实验，萃取情况对比如表2-2所示。

表2-2离心萃取机与搅拌萃取罐的比较

经过离心萃取机作业后，将催化剂从中间体重分离出来，得到下一步工艺需要作业的物料。

1.4.6二糖浓缩萃取

图2-11 二糖浓缩萃取的工艺流程

二糖浓缩萃取工艺流程如图2-11所示。二糖浓缩萃取工艺的目的是主要为了回收上

述工艺获得的物料中的反应溶剂，把反应溶剂通过浓缩手段从中间体层分离出来。

在操作中，要求比较高的真空度和一定温度的热水，为此，通常在浓缩前设计一个外循环预浓缩工序。外循环预浓缩装置真空度达到-0.06MPa时，打开热水循环系统，开始加热回收反应溶液，当反应溶剂达到蒸发温度时关闭真空，打开冷却循环系统。回收过程根据反应溶剂流量调节热水阀和热水温度。当回收的反应溶剂达到该溶剂相总体积的在 75％~80％时停止浓缩，将糖液抽入下一步的浓缩锅中。将浓缩锅的真空抽至一0·08MPa以下时，然后打开浓缩锅的热水阀，同时打开冷凝器的冷却水及盐水制冷。浓缩约1小时，反应溶剂变成线状流出时，关小水环真空泵抽出接收罐内反应溶剂，然后打开大水环真空泵，改用大水环真空泵减压浓缩。浓缩终点判断：糖液温度达到79 ℃，真空度<-0.IMPa，浓缩结束后，根据糖浆体积加入清水、加热溶解。

将二糖浓缩工序中转入的糖浆抽入洗涤罐，然后抽取一次脱色母液或反洗甲液水入洗涤罐中，控制罐内物料在50 ℃~55 ℃，使糖浆完全溶解。抽取糖液体积1 /2体积的甲液入洗涤罐，继续搅拌，开启蒸汽阀，控制罐内物料在55 ℃~60 ℃回流半小时。关闭蒸汽阀，停止搅拌，静置分层1小时，洗涤第一次。将洗涤第一次分好层的底层（甲液层）放入反洗罐。开启洗涤罐的搅拌，抽入糖液体积1/3体积的甲液入洗涤罐，开启蒸汽阀，控制罐内物料在55 ℃~60 ℃回流半小时，洗涤第二次；重复操作，洗涤第三次。将洗涤的甲液层放入反洗罐，糖液放入冷冻罐，并打开冷冻罐的搅拌、盐水阀，同时开启中温盐水泵，使糖液在0 ℃左右冷冻析晶。

21.4.7二糖结晶

图2-12 二糖结晶工艺设备流程图

二糖结晶的工艺流程如图2-12所示，此工艺中，没有发生化学反应，主要是二糖浓缩萃取液进行结晶分离，根据粗品析晶情况，在糖液冷冻析晶20小时后可离心，所得母液为一次母液。

一次母液粗品冷冻析晶时间在40小时以上，且析晶完全，才能离心操作，所得母液为二次母液。一次脱色粗品冷冻析晶16小时后可以离心，所得母液为一次脱色母液。

1.4.8二糖脱色结晶

脱色结晶的工艺流程如实际路线见图2-13所示。在脱色结晶工艺中，其主要目的是把上一步工艺中得到的糖液进行脱色，保证产品粗品经过脱色后成白色晶体状，过程分为一次脱色和二次脱色。

一次脱色是指在一定温度条件下，待锅内粗品完全溶解，糖液温度升至75 ℃~81 ℃时，开始加入活性炭，保温搅拌2小时。保温完成后，加热升温至81 ℃，准备过滤。让糖液流入过滤袋中，开启真空抽干，活性碳装桶，滤液通过磁力泵经过一次板框后流入结晶冷冻槽。开启中温盐水泵，依次打开冷冻槽盐水出进阀门进行冷冻，2~3小时后关闭盐水泵和盐水阀。

同理，经过一次脱色后的糖液，经离心后，把脱色粗品湿重的1.5倍加水入脱色锅，按湿重的8％用量加入活性碳。过滤时，二次脱色的操作要比一次脱色多一次板框过滤机过滤，经过第二次板框过滤机过滤后才放入半成品冷冻槽。

以上就是对三氯蔗糖生产线制备工艺过程的主要论述，实际上，在上述操作的同时有机溶剂的回收也在进行。

图2-13 二糖脱色结晶工艺设备流程图

2降低三氯蔗糖生产线成本的主要途径

三氯蔗糖的工艺比较复杂，流程比较长，生产过程中使用到的原材料、动力（水、电、蒸汽等）、设备等的消耗和投入都比较大，如何有效的降低生产成本，提高产品竞争力、延长产线的寿命工艺设计的一个重要问题。通过实验，有效的降低生产成本可以从几个方面入手：建立起有效、有力、有序、有容、有衡的管理制度和考核，明确各个岗位上的责任和目标；保障生产线的健康运行，尤其是对关键装备的运营保障和维护工作；改进工艺，提高工艺的环境适应性，寻找可以或者部分可以取代的原材料，提到原材料的利用率，最大可能的回收有机溶剂，进行循环利用；在动力方面，寻找可以替代重油的燃烧能源，比如乳化焦浆，合理利用不同品质的蒸汽，比如二次蒸汽的使用，同时做到集约用水、用电等等。

2.1天然气锅炉节能环保应用

在三氯蔗糖生产线中，各种反应的过程都需要用到蒸汽，蒸汽的用量非常大，天然气锅炉的消耗也非常大；天然气的价格不断走高，出于节约能源、降低成本、提高产品竞争力的考虑，发展天然气锅炉节能环保技术。

2.2有机溶剂的回收及其工艺

三氯蔗糖生产线的工艺路线比较长，流程较多，各种参与反应或者辅助反应的溶剂和原材料都比较多，在这个过程中，回收及再利用中间产物可以有效的降低生产成本，做到充分利用，减少污染物的排放。三氯蔗糖生产线上可以回收利用的中间溶剂就有催化剂、甲酰胺、DMF、环己烷、乙酸乙酯等，这些溶剂的市场价格都比较高，有效地回收及再利用这些物料，将十分有效的降低生产成本。为了说明回收利用中间溶剂所带来的价值，现以催化剂和DMF溶剂的回收为例进行讨论。

22·2.1催化剂的回收及其工艺

催化剂在蔗糖-6-乙酸酯的制备过程中消耗比较大，并且这种原材料的价格比较昂贵，回收该催化剂对降低成本具有十分重要的意义。

本设计所使用到的催化剂存在一定的毒性，其粉末容易飞散在空气当中，对人的眼睛

容易造成红肿的现象，回收该催化剂使用到的介质可以是丙酮、乙醇或者是甲醇，相对来说，丙酮的沸点为56.48 ℃，易燃、易挥发，化学性质更为活泼，易引发事故，本设计不采用丙酮作为回收介质；对于乙醇和甲醇，在价格上，甲醇要比乙醇相对便宜，从成本上的考虑，现使用甲醇来回收催化剂。

使用甲醇作为回收催化剂的介质的实验为：

原料：甲醇：产地：（广州）；纯度：（99％）

回收甲醇：产地：（甲醇回收利用）；纯度：（98％）

乙醇：产地：（广州）；纯度：（95％）

催化剂（二丁基氧化锡）；产地：（上海）；锡含量：（47.0％）批号与介质如表2-5所示。

表2-5甲醇与乙醇回收催化剂比较

催化剂批号

投料批号

反应介质

中和液含量

0602151 1

06021512

06022611

06022612

06022711

06022712

06022011

06022012

06030222

06030221

06030321

06030322

乙醇甲醇

回收甲醇回收乙醇回收乙醇回收甲醇

2.90

3.06 2.89

2.57

2.96

2.69

实验方法：

1 .在实验室模拟催化剂的回收过程，证实了甲醇代替乙醇的可行性；

2 ·车间中的试验比较，全过程不变、只改变反应的介质，一个罐用乙醇，一个罐用甲醇。

3 ·生产性实验。

实验结果：

回收的催化剂的品质在色泽和粗细度没有改变，并追寻各回收的催化剂所产出的中和液含量。

实验分析：

甲醇作为稀释催化剂的溶剂，所回收的催化剂进行投料，结果显示中和液是正常的。

成本如表2-6所示。

表2-6项目改进情况比较

通过上述分析，使用甲醇回收催化剂每月可节省了近两万多元，并且可以取得良好的效果。

2.2.2 DMF溶剂的回收及其工艺

在三氯蔗糖生产过程中，需要使用一种叫N, N-二甲基甲酰胺（下称DMF)的化学材料作为反应溶剂，且用量比较大，如果通过市场采购的形式来满足生产要求，一方面其价格的波动对三氯蔗糖产品的经济成本影响比较大，供应上不一定能保证，制约了生产线的正常运行；另一方面，通过市场采购的DMF指标不一定满足工艺要求。而使用本设计的工艺，在生产上，反应溶剂经处理后，会产生出大量的DMF与水的混合液，俗称废水，该废水中含有60％~80％的DMF,如若直接排放，不仅造成了浪费同时还造成环境污染。因此，溶剂DMF的回收对三氯蔗糖项目在经济效益和环境保护方面都具有重要意义，DMF 的回收设计主要有以下几个方面。

工艺确定

DMF回收工艺从原理上较为简单，即利用了水与DMF的沸点差进行精馏分离操作但其技术的难点为：

² 产品要求的品质为合成级，技术指标为：纯度99.97％，甲酸或乙酸50ppm，二甲胺50ppm；

² 废水来源于化学反应的溶剂，其中含有OH离子或H离子，精馏中易导致DMF热敏，在温度较高时产生二甲胺和甲酸，分解产物又是DMF进一步分解的催化剂，因此产品极易产生较高的酸碱度而影响其质量；

² 废水中还存在产生盐的化学反应，以致在加热过程中，极易产生结焦，造成设备堵塞，影响正常操作；

² 废水中存有的酸或碱、盐，易对设备产生腐蚀，另外，精馏过程中若甲酸含量高时，也会加重对设备的腐蚀。

基于上述问题，设计的工艺过程为：

1. 废水要作中和预处理，确保废水在处理前呈中性，减少DMF在精馏过程中分解；

2. 将中和处理后的废水进行蒸发浓缩，确保废水在处理前纯净、无盐，防止在处理过程中出现结焦堵塞等现象，减少釜残，提高DMF的回收率；

3. 在回收系统中，采用两台精馏塔，一台为脱水塔（精馏），一台为脱酸塔（精制），确保回收的DMF产品达到品质要求；

4. 在节约投资、节省能耗、稳定操作的前提下，使用导热油加热。·

5. 采用真空精馏方式，以降低温度，减少DMF的分解。

工艺设计的特点如下：

（1）降低能耗

由于真空精馏使系统操作温度降低，精馏塔釜所需提供的热量减少；同时由于塔顶气的温度降低，所需冷却水量也减少，使得能耗较常压塔降低30％以上。

（2）抑制DMF分解

纯DMF性质稳定，但其水溶液温度较高，特别是有微量酸或碱存在时会产生水解，水解的产物为甲酸和二甲胺。

DMF的水解速率与甲酸的浓度成指数关系，实际上它是一个自催化过程。

温度对DMF的水解速率影响很大，若以70％为基准，90 ℃时分解速率为其3 倍，100 ℃时为其8倍，而130 ℃时高达20倍。

因此采用真空操作可降低操作温度，抑制DMF的分解，从而降低DMF的损失，使产品的回收率达到98 %也可以保证DMF的品质。

6、对DMF精馏进行全过程自动控制，方便稳定操作。

工艺计算工艺计算的内容

1. 确定物料的流量和组成；

2. 确定精馏塔的类型，选择板式塔或填料塔，根据塔型，计算理论板层或填料层高度；

3. 确定塔高和塔径；

4. 对板式塔，进行塔板结构尺寸的计算及塔板流体力学验算；对填料塔，确定填料类型及尺寸，并计算填料塔的流体阻力；

5. 计算冷凝器和再沸器的热负荷，并确定两者的类型和尺寸。

为了确保工艺计算的准确、可靠，方法上首先对精馏的过程进行有关的模拟仿真计算在仿真的基础上进行工艺设计和设备选型。

设备选型

DMF回收系统中的主体设备，包括换热设备、精馏塔、真空泵、物料泵等。

1、换热设备

采用列管式换热器，与物料接触部分采用不锈钢材质，为了防止堵塞和方便清理，物料均走管内，检修方便，经设计计算，换热设备为6台，包括25 m'进料加热器1台， 15 m2再沸器1台，15m2再沸器1台，30m2冷凝器1台，20m2冷凝器1台，8 m2冷却器1台。

2、精馏塔

精馏塔的设计和选型时，为达到气液两相充分接触，以获得较高的传质效率，应满足以下要求：

² 操作弹性大，即当塔的负荷变化较大时，塔的操作仍然稳定，效率变化不大，不致发生大量雾沫夹带、液泛等破坏正常操作的现象；

² 流体流动阻力小，压力降低；

² 结构简单可靠，材料耗量小，制造成本低；

² 耐腐蚀和不易堵塞；

² 易于操作、调节及检修。

常用的精馏塔型有填料塔，板式塔。

填料塔具有压力降小、结构简单、可以用耐蚀非金属材料制造等优点，对于直径较小的塔、处理有腐蚀性的物料或要求压降较小的真空蒸馏系统，填料塔具有明显的优越性。

因此，本设计的脱酸塔（直径500mm）采用填料塔，确保回收的DMF品质达到要求，填料选效率高的BX型金属丝网填料。

板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，为工业上所广泛采用。板式塔按塔板类型，有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。

泡罩塔操作弹性大，塔板效率高，不易堵塞，但结构复杂，造价高，安装维修麻烦，如设计操作不当还会出现锥流、脉动、偏流和倾流等不正常现象，严重时会破坏操作；

筛板塔结构简单，制造维修方便，塔板压力降低，生产能力大，但其操作弹性小，小孔筛板易堵塞，故不宜处理粘性大、较脏的和带有固体粒子的料液；

浮阀塔具有处理能力大、操作弹性大、塔板效率高、压力降小、液面落差小因而蒸气分布均匀、操作周期长、结构简单、制造费用低等特点，适于处理脏粘物料，因此，本设计的脱水塔采用浮阀塔。在塔盘的结构上选择了分块布置，以方便安装与检修。在塔盘的设计中还综合考虑了板间距，流液型式，降液管结构，溢流堰高度以及塔盘浮阀的型式，开孔率等。

在塔的设计中，对塔体采进行两段设计，以满足强度刚度要求的同时考虑风载，地震载荷，偏心载荷以及运输、吊装的要求，这样的设计，比同厚度的填料塔和浮阀塔节约投资约10％。

3、各类泵：

真空泵、物料泵等主要根据工艺要求进行选型，由于真空泵和物流泵在运输过程中经常接触到具有腐蚀性的DMF废水，故在选型过程中，充分考虑其可靠性和耐腐蚀性。

四、 工艺流程图的设计

工艺的设计主要为进料流量调节系统、精制塔进料流量调节系统、DMF出料流量调节系统、精馏塔回流量调节系统、精制塔回流量调节系统、精馏塔温度调节系统、精制塔温度调节系统、精馏塔真空调节系统、精制塔真空调节系统以及自动控制系统等， DMF回收工艺流程图如2-15所示。

五、 DMF回收系统的应用

DMF回收系统在开车调试成功后，经运行一段时间后技术参数为：

² DMF废水处理能力为0· 55吨/小时，达到了设计能力的要求。

² 回收的DMF达到合成级产品（纯度99· 97％，甲酸或乙酸50ppm， 甲胺

50ppm),完全符合三氯蔗糖的生产要求。

² 回收的DMF产品品质稳定，产品质量指标达到了美国杜邦工业级标准，产品指标如表2-7所示。

图2-15 溶剂DMF回收设备工艺流程图

表2-7 DMF回收产品指标

通过对DMF溶剂的回收，提供了有机溶剂的再利用率，有效降低了产品生产成本，较没有回收之前每个月可以节省八到十万人民币，效益明显。

2.3氯代工艺的选择及优化

三氯蔗糖合成工艺中，不同的氯代试剂，反应过程及得率不同，工艺路线如图2-16所示

图2-16蔗糖-6-乙酸酯的氯代反应路线

在三氯蔗糖合成路线中，蔗糖-6-乙酸酯的氯代反应关系到得率，从蔗糖-6-乙酸酯的氯代反应路线来看，要得到三氯蔗糖-6-乙酸酯的中间产物，需要找到一种选择性很强的氯代试剂。从选择来看，很多学者都选择Vilsmeier试剂作为反应中的氯代试剂。为此，众多的研究者对Vilsmeier试剂进行了研究。

1983年,Mufti等人以五氯化磷和DMF制备的Vilsmeier试剂为氯代试剂，和蔗糖-6 -乙酸酯的摩尔比为15：1 ,DMF为溶剂，从0 ℃缓慢升温至60 ℃，氮气保护下，15h内加热到120 ℃，回流2.5h，再冷却到20 ℃，中和，浓缩，再经完全乙酰化后得到TOSPA，产率60％~70％。

1990年，walkup及其合作者用光气和DMF在反应中生成Vilsmeier试剂，与蔗糖-6-乙酸酯反应，摩尔比为9：1，-25 ℃，25min加完料，升至室温，60 ℃反应30min, 112 ℃~114 ℃

反应4.5h，后冷却至10 ℃，经处理，产率46％。

1992年，Khan等人用亚硫酰氯作氯代试剂，与蔗糖-6-乙酸酯的摩尔比7：1吡啶为催化剂和酸吸收剂，以1，1，2一三氯乙烷为溶剂，先在20 ℃以下加料，90min加完。2h加热到回流，112 ℃回流90min。冷却10 ℃，经中和等一系列处理，合并乙酰化后，产率65％。

吴妤萱，陆涛等[38]通过N, N二甲基甲酰胺溶液(40mL)和乙酸乙酯(40mL)在0 ℃ 下缓慢滴加氯化亚砜(21.0g, 0 · 177m01)，缓慢升温至75 ℃，回流2110降至室温，静置，生成大量针状白色晶体。过滤后，加入N, N二甲基甲酰胺溶液(30mL)溶解，制得到 Vilsimier试剂。蔗糖-6-乙酸酯的DMF溶液(40mL)和甲苯（80 (L)在10 ℃以下滴加 Vilsimier试剂，缓慢加热至80 ℃，回流lho再缓慢升至110 ℃，反应2h反应完后，加液碱中和。反应液用50mL × 3甲苯萃取。合并萃取液，加活性炭脱色。浓缩结晶，得到三氯蔗糖-6-乙酸酯产品15· 17g，0 · 012moI)，产率5L09％。

王艳丽~陈志卫等[39]在0~5 ℃下，将双碳酸酯(BTC)溶液（113g溶解与

100mL

氯乙烷）滴加到100mLDMF中，滴加完毕，撤去冰浴，升至室温，保温0 · 5h，制得Vilsmeier 试剂；冷却，控制内温不高于5 ℃滴加蔗糖-6-乙酸酯溶液，滴加完毕，低温搅拌20min, 后经lh升温至50 ℃，保温lh;再经lh升温至85 ℃左右，保温lh;又经lh升温至100 ℃，保温lh;最后经lh升温至115℃，保温反应2 · 5h。将反应液冷却至20 ℃以下，用30％的氢氧化钠溶液调pH至9~10，几分钟后，滴加少量盐酸调pH至中性；减压浓缩至干，加入200mL水溶解，乙酸乙酯萃取3次（3 * 200mL）；合并乙酸乙酯层，减压除去溶剂，得糖浆物。用乙酸乙酯一水结晶得粗品，乙酸乙酯重结晶得白色固体25 · 6g，产率40 · 0％。

从以上制备Vilsimier试剂来看，Vilsimier试剂是由无机酸氯化物（如光气~氯化亚砜~三氯氧磷和五氯化磷等）与DMF或N, N一二烷基乙酰胺反应制得。光气剧毒，工人操作不便；使用三氯氧磷存在溶剂回收等问题；五氯化磷价格较贵。

在实验中采用的方法是：取蔗糖-6-乙酸酯浆状物（25g，0.05m01) 溶于DMF（150mL) ,然后转移至三口瓶中，再加入乙酸乙酯( 40mL) ,缓慢地滴加氯化亚砜155g，0.45m0l),并通过冰水浴和控制氯化亚砜的滴加速度使温度保持在10 ℃以下，滴加完毕在此温度下搅拌使之继续反应30min,然后使反应混合物温度上升到室温，并通氮气保护，经过2h~3h的缓慢升温阶段，最后温度控制在115℃，反应3h。氯代结束后反应液冷却至室温，滴加氢氧化钠溶液至混合液pH值为9，搅拌5min,再加入冰醋酸中和直到混合液pH值到中性为止。用适量乙酸乙酯萃取几次，合并有机相经活性炭脱色，减压蒸馏得到含有三氯蔗糖-6-乙酸酯的浆状物。经过重结晶得三氯蔗糖-6-乙酸酯的粗产品，产品得率可以在41.2％以上。

在制备氯代试剂和氯代反应过程中，反应温度和时间的控制尤其显得重要，要避免出现局部受热不均匀~防止短时间内温度急剧上升，需要做的搅拌装置运转正常，氯化亚砜的滴加速度均匀，尤其是供应低温盐水的设备要能在该反应过程中持续有效的运行；另一方面，从生产经验来看，冬天的环境更有利于氯代反应的进行，说明三氯蔗糖产品在环境温度为10 ℃~15℃时的反应会顺利一些，产品的得率会高一些。

通过采用优化工艺，同时改善和控制反应过程的环境温度，能够获得更为优质的三氯蔗糖-6-乙酸酯的粗品，提高产品的得率。