CN106366030B - 一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统 - Google Patents

一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统 Download PDF

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Abstract

一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统，由解络合单元、蒸发分离单元、无机盐干燥单元、无机盐组分分离回收单元、有机物与水综合分离回收单元、尾气净化单元等六个单元组成。本发明旨在提出一种解决诸如聚苯硫醚生产过程产生的复杂化学废液的资源化工艺技术方法。该法能将由对二氯苯、催化剂LiCl、化学溶剂氮甲基吡咯烷酮、NaCl、水、以及微量高沸点杂质等组成的复杂化学废液中各有用化学物质（包括水）进行逐个分离精制，再制成99.9%或99.99%以上的高纯或超高纯化学产品循环使用，资源化回收率高达99%以上，彻底解决复杂化学废液的污染问题，具有产品质量高，能耗低，可靠性强等特点，具有广阔的工业应用前景。

Description

一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统
技术领域
本发明涉及一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统，具体而言，涉及含有无机盐、有机物和水的复杂化学废液的资源化工艺系统。
背景技术
在现代化学工业尤其是化学新材料生产过程中，往往需要加入催化剂、化学溶剂和水等物质，生产全过程中必然涉及有多种化学物质组成的复杂废液。这些废液里经常含有无机盐、有机物和水，它们大多数具有化学和生物毒性及环境有害性。另一方面，许多情况下所使用的催化剂和有机溶剂一般较为昂贵，如不进行回收再利用，不仅会造成资源浪费，同时也会提高生产成本。而在现有的这类复杂废液的处理技术中，一种是将这类废液统统引入废水处理池进行生化和理化处理，其结果是造成了大量的化学资源浪费和生产成本上升；另一种是有选择性地回收其中的部分化学物质，使之资源化再循环利用，而剩余部分中则被送入废水处理池进行生化和理化处理。即使是后一种技术，所回收的化学物质纯度一般也难以做到高纯度，即99.9%wt以上。而对此类废液中有用化学资源全部进行高纯度（99.9%wt）甚至超高纯度（99.99%wt）资源化回收和循化的技术尚是空白。因此，发明一种适合于此类复杂化学废液的高纯资源化工艺系统，对于生产过程的节能减排，减少环境污染、提高生产过程效益，意义重大。
本发明将以聚苯硫醚的生产过程为例，发明一种既具有针对性又具有普遍意义的适合于复杂化学废液的资源化和所回收的产品高纯化的工艺技术系统。
聚苯硫醚是一种新型高性能热塑性树脂材料，具有耐高温、耐腐蚀以及机械强度高等优良特性。而且由于其价格相对便宜，故被广泛应用于汽车、化工以及电子等行业。目前，工业上聚苯硫醚的生产主要采用碱金属硫化物与对二卤苯的溶液缩聚(硫化钠法)来合成聚苯硫醚，其反应方程式如下所示。
在上述化学反应过程中，一般控制作为反应物之一的对二氯苯稍许过量，并以NMP作溶剂，以及LiCl作催化剂。在反应结束并将聚苯硫醚从混合物中分离出之后，剩余的废液中就包含了由未反应完的对二氯苯、催化剂LiCl、溶剂氮甲基吡咯烷酮（简称NMP）、NaCl、水、以及微量高沸点杂质等组成的复杂化学废液。分离和回收这类复杂化学废液中的化学资源往往要克服下列高技术难度：（1）既含有机物又含无机物，盐、水、有机物共存；（2）含有两种或两种以上的盐类；（3）含有两种或两种以上有机物；（4）有机物与无机盐形成络合物（如LiCl和NMP）；（5）有机物与水形成共沸物（如对二氯苯和水）；（6）有些有机物具有升华特性，极易造成设备堵塞。鉴于此，很难采用传统的、单一的废水处理方法对上述复杂化学废液进行资源化处理，并得到高纯度产品。本发明将提出和公开一种对此类复杂化学废液中有用化学物质（包括水）进行资源化和高纯化回收的工艺技术方法。详述如下。
发明内容
本发明的技术方案如下：一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统，其工艺流程图如附图1所示，它是由解络合单元、蒸发分离单元、无机盐干燥单元、无机盐组分分离回收单元、有机物与水综合分离回收单元、尾气净化单元等六个单元组成。其工作原理、具体操作和技术功能如下：
（1）解络合单元：该单元一般具有解络剂B配制和解络反应两个部分。它们主要由原料废液A储罐、输送泵、静态混合器、解络反应釜等设备构成。本发明的解络剂B通常为氢氧化钾、氢氧化钠、氢氧化钙、氧化钙、碳酸钾、碳酸钠中的一种或至少两种的组合的水溶液。它们通过输送设备分别送入解络液配制槽中进行配置，配置好的解络液与原料废液A（本发明所述复杂化学废液）按比例进行计量后，通过输送泵输送至静态混合器进行充分混合后再送至解络反应釜进行解络反应，该反应通常在常温常压下进行，也可在微正压和适当负压和40-60ºC温度下进行。
（2）蒸发分离单元：该单元主要是由蒸发塔和换热器等设备组成。当解络反应结束后，解络反应釜中已完成解络反应的混合物料通过输送泵被输送至蒸发塔进行蒸发操作。该蒸发塔可以是带刮膜搅拌的蒸发器，也可以是普通蒸发塔。该蒸发塔的操作压力一般为负压。蒸发塔内的物料通过1-2台设置在塔底或其它部位加热器（或再沸器）为其提供热量，热源可以是蒸汽或导热油，换热方式一般为强制循环换热。在蒸发塔中，混合物料中的大部分有机物、水被汽化，并通过蒸发塔顶部的管道送至NMP、对二氯苯和水综合分离回收单元的精馏一塔，继续对NMP、对二氯苯和水进行综合分离、回收和精制；而无机盐混合物则与未汽化的残余NMP、对二氯苯等组成新混合溶液从蒸发塔底部通过采出泵采出，并经换热器冷却后送至无机盐干燥单元进行固液分离和干燥处理。
（3）无机盐干燥单元：该单元主要由离心过滤机、干燥机、真空出盐罐等设备构成。经过换热器冷却后，新混合溶液进入连续过滤机进行固液分离。其中滤液C通过输送泵返回解络反应釜，而固体物料湿盐则通过固体输送设备运送至干燥机对盐混合物进一步干燥处理，干燥机一般采用卧式带有搅拌和加热干燥功能的干燥设备。干燥后的无机盐混合物送入真空出盐罐暂储，而干燥器的尾气则引送至干燥尾气洗涤塔，进行冷却净化处理。
（4）无机盐组分分离回收单元：无机盐混合物经干燥后，为得到无机盐的高纯组分产品，干燥后的无机盐混合物被固体输送设备送入冷却结晶器进行结晶分离。在冷却结晶器中，加入结晶溶剂D (可以是水)，两种或两种以上组分的无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品，并分别送入暂储罐（若多余两种以上盐类，则可配置多个暂储罐）储存。而结晶后的母液E则通过冷却结晶器下部的管道送至暂储罐储存，并定期处理，以便循环使用。
（5）有机物与水综合分离回收单元：该单元主要由精馏一塔、精馏二塔和精馏三塔，及其与这三座塔相配套的再沸器、冷凝器等设备组成；同时，在精馏一塔、精馏二塔和精馏三塔的上部，分别配备有共沸物收集罐、油水分离罐和高纯对二氯苯收集罐等设备。该单元的主要功能是将其中的有机物NMP、对二氯苯和水分别分离，并精制成超高纯度的产品。这三座精馏均为减压操作，具体压力和温度依据每一座塔内的物料沸点而定。
精馏一塔的功能主要是将NMP与对二氯苯和水的共沸物分开。在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到超高纯度的NMP，其纯度可达99.99%以上。
从精馏一塔塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐收集暂储，再经计量后进入精馏二塔进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到超高纯度的水，其纯度可达99.99%以上。
从精馏二塔顶部分离得到的对二氯苯和水的共沸组分，进入油水分离罐。在其中，水油两相得到分离，水相（其中含有少量对二氯苯）部分作为回流进入精馏二塔顶部，另一部分则送至精馏二塔的进料再次分离。
从精馏二塔顶部油水分离罐分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔进行深度精馏分离。在该塔的顶部可分离得到少量的对二氯苯和水的共沸组分，它可通过收集进入共沸物收集罐，其中部分作为回流，另一部分可送至精馏二塔的进料，进行再次分离。再返回到在其底部则分离得到超高纯度的二氯苯，其纯度可达99.99%以上。
（6）尾气净化单元：该单元尾气包括上述无机盐干燥单元中汽相冷却后残存的尾气、各单元负压操作由真空泵对单元中设备抽吸形成的气相尾气、以及盐类储槽等散发的尾气等等，这些尾气中可能含有多种污染物元素，如氯、硫及其化合物、有机溶剂、盐类粉尘等等，在排放大气前有必要进行处理。尾气净化单元的主要功能就是将夹带在尾气中的上述污染物进行洗涤吸收分离，将这些污染物捕集下来，使尾气达标排放。
该单元的主要设备有：尾气洗涤塔、原液循环泵、水循环泵、冷却器等。尾气洗涤塔分为上下两段。上下两端均安装有填料层。填料可以是不锈钢、陶瓷或塑料制成。下段采用原料废液A进行循环洗涤吸收，上段采用碱水H进行循环洗涤吸收，中间由一块将该塔一分为二的带有升气管的集液器分开。气相可通过升气管从下段升至上段，而上段的液相则不能流入下段。
该单元的操作过程为：所有尾气流股都经尾气洗涤塔底部进入塔中，在下段，尾气进入填料床层继续上升过程中，将与自上而下喷淋的原料废液A进行接触，尾气得到洗涤,其中绝大部分的氯、硫及其化合物、有机溶剂、盐类粉尘等污染成份得到吸收捕集；当尾气继续上升至上段填料床层时，被该段床层中的碱液继续洗涤吸收，清除其中残余的污染物成份。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。
上述下段洗涤所用的原料废液A来自于原料废液储罐，在洗涤后再被送至至原料废液储罐；上述上段洗涤所用的碱水来自预先配置的10-30%的氢氧化钠或碳酸钠溶液，并定期更新。
尾气洗涤塔的操作压力一般为常温常压，若工艺需要可以为减压和微正压。
附图说明
图1为处理一种复杂化学废液的工艺流程图，其中：1原料废液储罐；2解络反应釜；3蒸发塔；4精馏一塔；5精馏二塔；6精馏三塔；7干燥尾气洗涤塔；8离心过滤机；9干燥机；10真空出盐罐；11冷却结晶器；1-1,2-1,8-1,11-4输送泵；1-2静态混合器；2-2解络液配置槽；3-1,4-1,5-1,6-1再沸器；3-2采出泵；3-3换热器；4-2,5-2,6-2冷凝器；4-3共沸物收集罐；5-3油水分离罐；6-3高纯对二氯苯收集罐；7-1原料循环泵；7-2冷却器；7-3水循环泵；11-1,11-2,11-3暂储罐；A原料废液；A’洗涤后原料废液；B解络剂；C滤液；D结晶溶剂；E母液；F排空；G真空系统；H碱液；I蒸汽。
具体实施方式
下面通过实施例对本发明进行具体描述，但不能理解为对本发明专利保护范围的限制。
实施例1：
将水含量为30%（wt）、NaCl为10%（wt）、NMP为50%（wt）、对二氯苯为5%、以及其它微量高沸点杂质5%、流量为15t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络剂为Na2CO3的水溶液，废液和解络剂通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在常温常压下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3（带刮膜搅拌的蒸发器）中进行蒸发操作，它的操作压力为0.8×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行传热传质后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.993%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.3×105Pa，塔顶的操作温度为60℃，塔釜的操作温度为160℃，上半部分塔径为2.8m，下半部分塔径为2m，总塔高为35m，回流比为0.5。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的水。精馏二塔5的操作压力为0.4×105Pa，塔顶的操作温度为75℃，塔釜的操作温度为85℃，塔径1m，总塔高为30m，回流比为0.8。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.992%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的10%的氢氧化钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为0.9×105Pa，操作温度为25℃。
实施例2：
将含有水为32%（wt）、KCl为8%（wt）、NMP为50%（wt）、对二氯苯为5%、以及其它微量高沸点杂质5%、流量为20t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络液为K2CO3的水溶液，废液和解络液通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在压力为0.9×105Pa、温度为50℃的条件下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3中进行蒸发操作，操作压力为0.85×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行分离后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.35×105Pa，塔顶的操作温度为65℃，塔釜的操作温度为165℃，上半部分塔径为3m，下半部分塔径为2.4m，总塔高为38m，回流比为0.6。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.996%的水。精馏二塔5的操作压力为0.45×105Pa，塔顶的操作温度为78℃，塔釜的操作温度为90℃，塔径1m，总塔高为33m，回流比为0.8。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.994%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的20%的氢氧化钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为1.0×105Pa，操作温度为25℃。
实施例3：
将含有水为40%（wt）、CaCl2为10%（wt）、NMP为40%（wt）、对二氯苯为8%、以及其它微量高沸点杂质2%、流量为25t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络剂为CaO的水溶液，废液和解络剂通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在压力为0.85×105Pa、温度为45℃的条件下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3中进行蒸发操作，它的操作压力为0.8×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行传热传质后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.996%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.38×105Pa，塔顶的操作温度为68℃，塔釜的操作温度为170℃，上半部分塔径为3.2m，下半部分塔径为2.6m，总塔高为39m，回流比为0.6。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的水。精馏二塔5的操作压力为0.5×105Pa，塔顶的操作温度为75℃，塔釜的操作温度为95℃，塔径1m，总塔高为35m，回流比为0.5。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.992%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的20%的碳酸钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为1.05×105Pa，操作温度为30℃。
实施例4：
将含有水为30%（wt）、NaCl为12%（wt）、NMP为52%（wt）、对二氯苯为4%、以及其它微量高沸点杂质2%、流量为30t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络剂为NaOH的水溶液，废液和解络剂通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在压力为1.02×105Pa、温度为50℃的条件下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3中进行蒸发操作，它的操作压力为0.88×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行传热传质后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.998%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.32×105Pa，塔顶的操作温度为60℃，塔釜的操作温度为175℃，上半部分塔径为3.5m，下半部分塔径为3.0m，总塔高为40m，回流比为0.8。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.996%的水。精馏二塔5的操作压力为0.55×105Pa，塔顶的操作温度为70℃，塔釜的操作温度为100℃，塔径1.1m，总塔高为35m，回流比为0.6。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.994%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的30%的碳酸钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为1.08×105Pa，操作温度为32℃。
实施例5：
将含有水为20%（wt）、KCl为15%（wt）、NMP为55%（wt）、对二氯苯为5%、以及其它微量高沸点杂质5%、流量为35t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络剂为KOH的水溶液，废液和解络剂通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在压力为1.05×105Pa、温度为55℃的条件下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3中进行蒸发操作，它的操作压力为0.9×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行传热传质后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.4×105Pa，塔顶的操作温度为70℃，塔釜的操作温度为180℃，上半部分塔径为3.6m，下半部分塔径为3.0m，总塔高为40m，回流比为0.75。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.997%的水。精馏二塔5的操作压力为0.58×105Pa，塔顶的操作温度为77℃，塔釜的操作温度为105℃，塔径1.2m，总塔高为36m，回流比为0.65。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.996%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的10%的碳酸钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为1.10×105Pa，操作温度为35℃。
实施例6：
将含有水为15%（wt）、CaCl2为18%（wt）、NMP为60%（wt）、对二氯苯为5%、以及其它微量高沸点杂质2%、流量为40t/h的化学废水输送至如图1所示的工艺系统中进行处理。采用的解络剂为Ca(OH)2的水溶液，废液和解络剂通过静态混合器1-2进行充分混合后再送入解络反应釜2进行解络反应，解络反应在压力为1.10×105Pa、温度为60℃的条件下进行。解络后的混合物料输送至蒸发塔3中进行蒸发操作，它的操作压力为0.88×105Pa。蒸发后的气相物料通过蒸发塔3顶部的管道送至精馏一塔4，塔釜的浓缩盐溶液经换热器3-3冷却后先后进入离心过滤机8、干燥机9和真空出盐罐10，最后送入冷却结晶器11进行结晶分离，结晶溶剂为水。无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品。进入精馏一塔4的气相物料在塔内进行传热传质后，最终可以在该塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的NMP。精馏一塔4的的操作压力为0.45×105Pa，塔顶的操作温度为66℃，塔釜的操作温度为165℃，上半部分塔径为3.7m，下半部分塔径为3.2m，总塔高为42m，回流比为0.70。从精馏一塔4塔顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐4-3收集暂储，再经计量后进入精馏二塔5进行共沸物分离。在该塔的顶部可分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在其底部则分离得到纯度高达99.995%的水。精馏二塔5的操作压力为0.60×105Pa，塔顶的操作温度为73℃，塔釜的操作温度为100℃，塔径1.2m，总塔高为38m，回流比为0.6。从精馏二塔5顶部油水分离罐5-3分离得到的油相（其中仍然含有极少量水分）则经计量后，进入精馏三塔6进行深度精馏分离，可在其底部分离得到纯度高达99.993%的对二氯苯。精馏三塔的设备参数和操作参数与精馏二塔相同。上述各单元产生的尾气以及盐类储槽等散发的尾气等都经干燥尾气洗涤塔7底部进入塔中，在下段，使用原料废液对尾气进行循环洗涤；在上段，使用预先配置好的15%的氢氧化钠溶液继续洗涤吸收。最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气。干燥尾气洗涤塔7的操作压力为1.01×105Pa，操作温度为28℃。

Claims (1)

1.一种复杂化学废液的高纯资源化工艺系统，其特征是：它是由解络合单元、蒸发分离单元、无机盐干燥单元、无机盐组分分离回收单元、有机物与水综合分离回收单元和尾气净化单元组成，它们的具体操作和技术功能如下：
（1）解络合单元：所述解络合单元具有解络剂B配制和解络反应两个部分，所述解络合单元包括原料废液A储罐、输送泵（1-1）、静态混合器（1-2）、解络反应釜（2），原料废液A为所述复杂化学废液，解络剂B为氢氧化钾、氢氧化钠、氢氧化钙、氧化钙、碳酸钾和碳酸钠中的一种或至少两种的组合的水溶液，它们通过输送设备分别送入解络液配制槽（2-2）中进行配置，配置好的解络液与原料废液A按比例进行计量后，通过输送泵1-1输送至所述静态混合器（1-2）进行充分混合后再送至所述解络反应釜（2）进行解络反应，所述解络反应在常温常压或正压或负压下以及40-60ºC温度下进行；
（2）蒸发分离单元：所述蒸发分离单元包括蒸发塔3和换热器3-1，当所述解络反应结束后，所述解络反应釜（2）中已完成解络反应的混合物料通过输送泵（2-1）被输送至所述蒸发塔（3）进行蒸发操作，所述蒸发塔（3）是带刮膜搅拌的蒸发器或普通蒸发塔，所述蒸发塔（3）的操作压力为负压，所述蒸发塔内的物料通过1-2台设置在塔底或其它部位的加热器或再沸器（3-1）为其提供热量，热源是蒸汽或导热油，换热方式为强制循环换热，在所述蒸发塔中，混合物料中的大部分有机物、水被汽化，并通过所述蒸发塔的顶部的管道送至NMP、对二氯苯和水综合分离回收单元的精馏一塔（4），继续对NMP、对二氯苯和水进行综合分离、回收和精制；而无机盐混合物则与未汽化的残余NMP、对二氯苯组成新混合溶液从所述蒸发塔底部通过采出泵（3-2）采出，并经换热器（3-3）冷却后送至无机盐干燥单元进行固液分离和干燥处理；
（3）无机盐干燥单元：所述无机盐干燥单元包括离心过滤机（8）、干燥机（9）、真空出盐罐（10），经过所述换热器冷却后，新混合溶液进入所述离心过滤机进行固液分离，其中滤液C通过输送泵（8-1）返回所述解络反应釜，而固体物料湿盐则通过固体输送设备运送至所述干燥机对盐混合物进一步干燥处理，所述干燥机采用卧式带有搅拌和加热干燥功能的干燥设备，干燥后的无机盐混合物送入真空出盐罐（10）暂储，而所述干燥器的尾气则引送至干燥尾气洗涤塔（7），进行冷却净化处理；
（4）无机盐组分分离回收单元：无机盐混合物经干燥后，为得到无机盐的高纯组分产品，干燥后的无机盐混合物被固体输送设备送入冷却结晶器（11）进行结晶分离，在所述冷却结晶器中，加入结晶溶剂D，两种或两种以上组分的无机盐通过多次结晶分离，即可获得其高纯组分产品，并分别送入暂储罐（11-1）和暂储罐（11-2）储存，若多余两种以上盐类，则可配置多个暂储罐，而结晶后的母液E则通过所述冷却结晶器11下部的管道送至暂储罐（11-3）储存，并定期处理，以便循环使用；
（5）有机物与水综合分离回收单元：所述有机物与水综合分离回收单元包括精馏一塔（4）、精馏二塔（5）和精馏三塔（6），及其与这三座塔相配套的再沸器（4-1、5-1、6-1）、冷凝器（4-2、5-2、6-2）；同时，在所述精馏一塔、所述精馏二塔和所述精馏三塔的上部，分别配备有共沸物收集罐（4-3）、油水分离罐（5-3）和高纯对二氯苯收集罐（6-3），所述有机物与水综合分离回收单元的主要功能是将其中的有机物NMP、对二氯苯和水分别分离，并精制成超高纯度的产品，这三座精馏均为减压操作，具体压力和温度依据每一座塔内的物料沸点而定，所述精馏一塔的功能主要是将NMP与对二氯苯和水的共沸物分开，在所述精馏一塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在所述精馏一塔的底部则分离得到超高纯度的NMP，其纯度可达99.99%以上，从所述精馏一塔的顶部分离得到的对二氯苯和水形成的共沸组分，在收集罐（4-3）收集暂储，再经计量后进入所述精馏二塔进行共沸物分离，在所述精馏二塔的顶部分离得到对二氯苯和水的共沸组分，在所述精馏二塔的底部则分离得到超高纯度的水，其纯度可达99.99%以上，从所述精馏二塔的顶部分离得到的对二氯苯和水的共沸组分，进入油水分离罐（5-3），在所述油水分离罐中，水油两相得到分离，含有少量对二氯苯的水相的一部分作为回流进入所述精馏二塔顶部，所述水相的另一部分则送至所述精馏二塔的进料再次分离，从所述精馏二塔的顶部的所述油水分离罐分离得到的含有极少量水分的油相则经计量后，进入所述精馏三塔进行深度精馏分离，在所述精馏三塔的顶部分离得到少量的对二氯苯和水的共沸组分，所述对二氯苯和水的共沸组分通过收集进入共沸物收集罐（6-3），其中部分作为回流，另一部分送至所述精馏二塔的进料，进行再次分离，再返回到在其底部则分离得到超高纯度的二氯苯，其纯度可达99.99%以上；
（6）尾气净化单元：该单元尾气包括上述无机盐干燥单元中汽相冷却后残存的尾气、各单元负压操作由真空泵对单元中设备抽吸形成的气相尾气、以及盐类储槽等散发的尾气，这些尾气中含有多种污染物元素，所述多种污染物元素包括氯、硫及其化合物、有机溶剂、盐类粉尘，在排放大气前有必要进行处理，所述尾气净化单元的主要功能就是将夹带在尾气中的上述污染物进行洗涤吸收分离，将这些污染物捕集下来，使尾气达标排放，所述尾气净化单元包括：尾气洗涤塔（7）、原液循环泵（7-1）、水循环泵（7-3）、冷却器（7-2），所述尾气洗涤塔分为上下两段，上下两段均安装有填料层，填料是不锈钢、陶瓷或塑料制成，下段采用原料废液A进行循环洗涤吸收，上段采用碱水H进行循环洗涤吸收，中间由一块将所述尾气洗涤塔一分为二的带有升气管的集液器分开，气相通过升气管从下段升至上段，而上段的液相则不能流入下段，所述尾气净化单元的操作过程为：所有尾气流股都经所述尾气洗涤塔的底部进入所述尾气洗涤塔中，在下段，尾气进入填料床层继续上升过程中，将与自上而下喷淋的原料废液A进行接触，尾气得到洗涤, 其中绝大部分的氯、硫及其化合物、有机溶剂、盐类粉尘得到吸收捕集；当尾气继续上升至上段填料床层时，被该段床层中的碱液继续洗涤吸收，清除其中残余的污染物成份，最后，干净达标的尾气从塔顶管道排向大气，上述下段洗涤所用的原料废液A来自于所述原料废液储罐，在洗涤后再被送至所述原料废液储罐；上述上段洗涤所用的碱水来自预先配置的10-30%的氢氧化钠或碳酸钠溶液，并定期更新，所述尾气洗涤塔的操作压力为常温常压、减压或微正压。
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