CN111302899A - 一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置及方法，由肟化反应系统、反应产物预分离系统、叔丁醇精馏回收系统、反应尾气冷凝系统、反应尾气吸收系统组成；反应尾气吸收系统采用叔丁醇和水两段吸收，大幅减少了吸收用脱盐水量，减少了至叔丁醇精馏回收系统的氨、叔丁醇和水量，还将降低了环己酮肟水溶液中的水量，有利于降低下游环己酮肟精制系统的甲苯循环量及能耗；设置反应产物预处理系统，能降低叔丁醇精馏回收系统处理负荷和改进精馏一塔冷凝效果，精馏回收系统采用双效精馏，精馏不凝气采用冷凝、吸收和真空加压组合工艺，降低真空负荷与冷冻水耗量；可节省蒸汽消耗40～50％，冷却水35～50％，冷冻水10％，并减少脱盐水用量50％以上，并且降低相关设施处理负荷和节省能源。

Description

一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置及方法

技术领域

本发明涉及己内酰胺技术领域，具体涉及环己酮氨肟化生产技术，特别涉及一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置及方法。

背景技术

环己酮肟是生产己内酰胺的关键中间产物，以钛硅分子筛为催化剂使环己酮、氨与过氧化氢进行氨肟化反应是一种制备环己酮肟的工艺，USP5227525所公开的方法中，加入的叔丁醇作为溶剂而不参与反应，叔丁醇溶剂使用量是2～5倍于环己酮，反应完成后叔丁醇存在于反应液和反应尾气中，需对叔丁醇回收而循环使用，回收过程能耗高；同时，为提高主反应中环己酮的转化率，加入的氨是过量的，且氨易溶解于反应液中，环己酮氨肟化反应尾气中含有气氨、氮气、一氧化二氮、氧气、叔丁醇(叔丁醇)、水蒸汽；环己酮氨肟化工艺装置的含氨尾气来源：一是肟化反应系统反应过程中产生的反应尾气，二是反应液在叔丁醇精馏系统精馏塔顶气相经冷凝后产生的尾气；现有处理工艺都以工艺水作为吸收剂，都采用一个反应尾气吸收系统、一段式吸收来处理这两处的尾气；含氨、叔丁醇反应尾气经反应尾气冷凝器冷却后进入反应尾气吸收系统中吸收塔底部，自下而上经塔内填料层或塔板，与自上而下的工艺水逆流接触进行吸收，将其中的叔丁醇、氨气吸收，使顶部排放反应尾气中氨、叔丁醇含量达到要求后再送下游再处理，塔釜为含氨、叔丁醇的水吸收液被泵送至叔丁醇精馏回收系统被回收而循环利用；氨吸收是一个放热过程，引起吸收液温度升高，导致对气氨的溶解度下降，而通过加大工艺水量以提高吸收效果与达到排放要求，但加入的水还需在下游工序中从工艺物料中分离出来，并只能作为废水排放。

CN204768114U公开了采用常规一段、以脱盐水为吸收剂，从塔顶加入，在塔内与反应尾气逆流接触，以吸收与处理氨肟化反应尾气，该发明利用液氨气化的冷量依次对吸收剂的脱盐水、进料反应尾气进行冷却，通过降低吸收液的温度使尾气在脱盐水中的溶解度增大，减少反应尾气吸收系统脱盐水的加入量，经反应尾气吸收系统处理后的尾气输送至下游再处理，本发明主要目的是降低蒸氨所耗能量。CN205850260U公开了一种采用二段式吸收、以脱盐水为吸收剂处理氨肟化反应尾气的工艺，塔釜部分吸收液被泵加压、经循环吸收液冷却器冷却，作为吸收剂循环回尾气吸收塔中部，进料反应尾气采用循环水冷却后进入塔底，该发明利用低温液氨气化的冷量依次对脱盐水和循环吸收液进行冷却，将降低脱盐水、吸收液的温度，增大尾气在脱盐水与吸收液中的溶解度，减少脱盐水的用量，降低了蒸氨所耗能量。塔釜的吸收液被泵增压，一部分经经循环吸收液冷却器冷却后循环回反应尾气吸收系统，平衡后的吸收液则送回氨肟化反应系统回收利用。CN207071310U公开了一种环己酮氨肟化反应尾气高效反应尾气吸收系统，脱盐水为吸收剂从塔顶加入，采用二段吸收工艺，塔釜吸收液一部分被吸收液循环泵增压、经循环吸收液冷却器冷却后循环回反应尾气吸收系统，是通过采用高效率塔以提高对氨、叔丁醇的吸收效率。这些技术存在以下不足：

1、未充分利用叔丁醇精馏系统回收的叔丁醇溶液，该溶液对氨、叔丁醇有很好的吸收效率，可以降低作为吸收剂工艺水的用量；

2、为使一个尾气吸收塔能同时处理反应尾气和叔丁醇精馏系统产生的含氨、叔丁醇不凝气体，反应尾气吸收系统都在微正压条件操作，反应尾气压力(约为0.3Mpa)降低至微正压，大幅降低了吸收剂对氨、叔丁醇的吸收能力，加大了吸收水的用量，并降低了吸收后溶液浓度；

3、需用大量脱盐水来吸收氨、叔丁醇，从反应尾气吸收系统塔釜排出的是含氨、叔丁醇而浓度较低的水溶液，需送至叔丁醇精馏回收系统回收其中的氨、叔丁醇，加大了该精馏回收系统的处理负荷和能耗，并增加了该精馏系统排出的环己酮肟水溶液中水量，从而又加大了下游环己酮肟精制系统的处理负荷与能量消耗，以及装置的废水排放量。

4、叔丁醇精馏采用单效精馏，能量未充分利用；或者简单地采用常规二效精馏，进料反应液中溶解有大量氨而直接进入真空精馏塔，大量含氨不凝气既影响真空精馏塔冷凝器的冷凝效果，又加大了冷冻水量消耗。

5、从冷却水冷凝器排出的含氨不凝气采用低温冷却冷凝方法，或低温冷却冷凝加简单淋方法对其进行处理，都难于大幅减少进入真空设施的气量，从而加大真空设施的能耗。

发明内容

本发明目的在于克服现有技术的不足，提供一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置及方法；一是利用回收叔丁醇水溶液对氨的吸收能力，增设叔丁醇吸收塔或吸收段，降低反应尾气吸收水的加入量与消耗量，降低了叔丁醇精馏回收系统排出的环己酮肟水溶液中水浓度和水量，进而减少环己酮肟精制系统中甲苯循环用量；二是吸收了氨、叔丁醇的叔丁醇水溶液不经提纯或精制处理而循环回肟化反应系统，减少了叔丁醇精馏回收系统需回收的氨和叔丁醇量；三是设置反应液预处理系统，反应液进精馏回收系统前先分离部分氨气体，降低叔丁醇精馏回收系统的精馏一塔冷凝负荷和真空气量，减少冷冻水用量；四是叔丁醇精馏回收系统采用两塔双效工艺，精馏二塔塔顶气相作为精馏一塔再沸器热源；五是精馏系统含氨气相采用冷凝、吸收和真空加压工艺，加压后不凝气送回肟化反应系统。通过优化工艺流程，使能量充分利用，减少蒸汽与冷却水消耗，降低装置运行成本。

本发明的术方案：

一、环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置

一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇精馏回收装置，主要由肟化反应系统、叔丁醇精馏回收系统组成，其特征在于叔丁醇精馏回收系统由精馏一塔、精馏一塔冷凝设施、精馏二塔、精馏二塔冷却设施、精馏不凝气吸收塔、叔丁醇回收罐、真空系统组成；

精馏一塔塔釜与精馏二塔连接，精馏一塔塔顶气相出口与精馏一塔冷凝设施连接，精馏一塔冷凝设施液相出口与叔丁醇回收罐连接，气相出口与精馏不凝气吸收塔连接；

精馏二塔塔顶气相出口与精馏一塔再沸器热侧相连，精馏一塔再沸器热侧出口与精馏二塔冷却设施连接，叔丁醇二塔冷却系统分别设有液相和气相出口；

精馏不凝气吸收塔塔釜液相出口与叔丁醇回收罐连接，气相出口与真空加压系统连接，精馏不凝气吸收塔上部设有叔丁醇进口，该进口与精馏二塔冷却设施液相出口连接。

所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置，其特征在于所述的真空加压系统还可以是真空加压系统，其气相出口与肟化反应系统连接。

所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置，除肟化反应系统、叔丁醇精馏回收系统外，还有反应产物预分离系统、反应尾气吸收系统、反应尾气冷凝系统。

肟化反应系统气相管线与反应尾气冷凝系统连接，反应尾气冷凝系统冷凝液出口管线与肟化反应系统连接；

肟化反应系统与反应产物预分离系统相连，反应尾气冷凝系统气相出口管线、反应产物预分离系统气相出口管线与反应尾气吸收系统连接；

反应产物预分离系统液相出口管线与叔丁醇精馏回收系统相连，反应尾气吸收系统亦可与叔丁醇精馏回收系统相连，叔丁醇精馏回收系统与肟化反应系统相接。

所述的反应尾气吸收系统由反应尾气醇吸收塔和反应尾气水吸收塔组成，反应尾气醇吸收塔和反应尾气水吸收塔可以是两个塔或一个塔的两段；

反应尾气冷凝系统气相出口管线与反应尾气醇吸收塔连接，醇吸收塔设有吸收剂叔丁醇溶液的进口管线和吸收液出口管线；醇吸收塔气相出口管线与反应尾气水吸收塔连接，水吸收塔设有工艺水进口管线、排气管线、水吸收液出口管线。

所述的反应产物预分离系统由反应产物闪蒸罐和闪蒸气冷凝器组成，反应产物闪蒸罐气相出口与闪蒸气冷凝器连接，反应产物闪蒸罐液相出口与精馏一塔连接，闪蒸气冷凝器液相出口与叔丁醇回收罐连接，闪蒸气冷凝器气相出口与反应尾气醇吸收塔相连。

所述的反应尾气醇吸收塔叔丁醇溶液进口与精馏二塔冷却设施液相出口连接。

所述的反应尾气吸收塔水吸收液出口与精馏一塔连接。

所述的真空加压系统气相出口与肟化反应系统连接。

所述的反应尾气醇吸收塔吸收液出口与叔丁醇回收罐连接。

所述的肟化反应系统设有环己酮、叔丁醇、双氧水、氨等进料管线，精馏二塔还设有肟水(环己酮肟水溶液)出料管线，反应尾气吸收系统设有不凝气排出管线，醇吸收塔设有吸收液冷却器，可以冷却循环吸收液或加入叔丁醇吸收液。

所述的反应尾气水吸收塔水进口管线与工艺水冷却器连接。

二、环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法

双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应，生成产物环己酮肟和水，并产生少量的反应尾气；反应液经催化剂过滤后，包含环己酮肟、叔丁醇、水和溶氨的反应液送入反应产物预分离系统，含氨、NOX、叔丁醇和水的反应尾气送入反应尾气冷凝系统。

反应液经反应产物预分离系统的闪蒸罐闪蒸后，液相进入叔丁醇精馏回收系统进行精馏，气相进入闪蒸气冷凝器。

叔丁醇精馏回收系统采用双塔二效精馏工艺，精馏二塔塔顶的二次蒸汽作为精馏一塔再沸器的加热热源，反应液经精馏一塔精馏后，气相氨醇水进入精馏一塔冷凝设施进行冷凝冷却；塔釜醇肟水(叔丁醇、环己酮肟、水)进入精馏二塔进一步精馏；

从精馏一塔塔釜来的醇肟水经精馏二塔精馏后，塔顶醇水气相进入精馏一塔再沸器热侧作为精馏一塔热源，精馏二塔塔釜得到不含叔丁醇的肟水溶液；

精馏一塔冷凝设施冷凝精馏一塔出来的塔顶气体，冷却介质采用循环水、冷冻水或者反应原料液氨的气化，利用液氨气化的冷量；冷凝液经叔丁醇回收罐收集后循环使用；含氨不凝气送入精馏不凝气吸收塔进一步吸收；

精馏二塔冷却设施冷却精馏一塔再沸器热侧来的叔丁醇溶液，冷却介质可采用循环水或冷冻水；冷却后叔丁醇溶液一小部分作为精馏不凝气吸收塔的回流液，一部分作为精馏不凝气吸收塔的吸收液，其余叔丁醇溶液作为反应尾气吸收系统中醇吸收塔的吸收液；当有不凝气时，不凝气送入反应尾气吸收系统进一步吸收。

精馏一塔冷凝设施的含氨不凝气进入精馏不凝气吸收塔，采用精馏二塔冷却设施冷却的叔丁醇溶液作为吸收液，经吸收后的液相经叔丁醇回收罐收集后循环使用，不凝气送入真空系统，或真空加压系统经加压后送回肟化反应系统；

叔丁醇回收罐回收精馏一塔冷凝设施冷凝后的凝液，以及精馏不凝气吸收塔的吸收液，收集后送回氨肟化反应系统循环使用。

环己酮氨肟化反应液体产物在进行精馏前，还可以经过反应产物预分离系统进行分离，反应产物在闪蒸罐内进行闪蒸，气相进入闪蒸气冷凝器冷凝，冷凝后气相进入反应尾气吸收系统；反应产物经闪蒸罐闪蒸后的液相进入精馏一塔。

在上述流程中，可以采用以下操作：

1)精馏一塔的冷凝系统部分采用氨气化蒸发的冷量。

2)精馏不凝气吸收塔釜采用循环冷却吸收。

3)精馏一塔的回流可以是反应尾气吸收系统水吸收塔的水吸收液，也可以是精馏二塔冷却设施出料。

4)精馏一塔真空操作，精馏二塔常压或正压操作。

来自肟化反应系统的反应尾气经反应尾气冷凝系统冷却、冷凝后进入反应尾气吸收系统，工艺水经进入反应尾气水吸收塔顶部，来自叔丁醇精馏回收系统的叔丁醇溶液进入反应尾气醇吸收塔顶部；反应尾气从反应尾气醇吸收塔底部进入，先与加入在叔丁醇溶液在塔内进行逆向接触、发生传质与传热，然后从该塔顶部排出进入反应尾气水吸收塔的底部，反应尾气与从塔顶部加入的工艺水接触，再次发生传热与传质，脱除氨、叔丁醇后的不凝气从反应尾气水吸收塔顶排出，送入尾气处理系统统一处理；吸收了少量氨与叔丁醇的工艺水溶液从反应尾气水吸收塔釜引出，排至叔丁醇精馏回收系统处理；吸收了大量氨与叔丁醇的叔丁醇溶液则从塔釜排出，循环回肟化反应系统再使用。

反应尾气吸收系统中的醇吸收塔操作压力可与肟化反应系统是同一压力体系，为0.0-0.4MPa(G)，或与该系统中水吸收塔以为一个压力体系，为微正压；反应尾气系统中的醇吸收塔与水吸收塔可各自成压力体系，操作压力不相同。

反应尾气水吸收塔的工艺水是经冷却后温度不大于30℃，优选5～15℃；进入反应尾气吸收系统的反应尾气是经冷凝、冷却的，其温度不大于60℃，优选不大于45℃。

加入反应尾气吸收系统的工艺水，可以是氨肟化装置内产生的，且不影响肟化反应进行的工艺水；也可采用外部供给的脱盐水或质量合格的工艺水；装置内产生的工艺水包括废水汽提产生的凝水，真空系统产生的凝水或工艺水。

加入反应尾气吸收系统的叔丁醇溶液，来自叔丁醇精馏回收系统，是含氨的叔丁醇溶液或不含氨的叔丁醇溶液。

反应尾气吸收系统水吸收塔釜底排出的含少量氨与叔丁醇的水溶液，送至叔丁醇精馏回收系统处理，或不经提纯或提浓处理返回肟化反应系统；反应尾气水吸收塔顶温度为5～30℃，优选10～20℃，水吸收塔釜温度为10～55℃，优选20～45℃。

反应尾气吸收系统醇吸收塔釜排出的含氨的叔丁醇溶液，一部分经吸收液冷却器冷却后从醇吸收塔顶部加入塔内、继续参与吸收，其余部分溶液不经处理而循环回肟化反应系统；反应尾气醇吸收塔顶部加入的叔丁醇溶液和所述从反应尾气吸收系统醇吸收塔釜排出并循环回反应尾气醇吸收塔顶部的叔丁醇溶液，经吸收液冷却器冷却后的叔丁醇吸收液温度不大于45℃，优选不大于30℃。

氨、叔丁醇在水中溶解度都很高，且与温度和压力有关。氨在叔丁醇溶液或叔丁醇水深液中具有较大的溶解度，氨在叔丁醇溶液中的溶解度与在水中有相似规律；氨的溶解度与溶解温度和氨气压力存在较在的关联性，降低吸收温度、提高吸收压力有利于吸收，有利于减少吸收剂的用量。叔丁醇与水能互溶，工艺中回收气体中叔丁醇主要是通过降低其气体中叔丁醇分压来实现，使其冷凝和溶解在溶液中，提高压力、降低温度都是能降低气体中叔丁醇浓度。

氨肟化反应的操作压力为0.2～0.3Mpa(G)，现有反应尾气吸收系统的操作压力为微正压，进入反应尾气吸收系统的反应尾气是经过减压的；现有反应尾气吸收工艺，都采用脱盐水作为吸收剂，产生的是含氨、叔丁醇浓度低的水溶液，一般是送至叔丁醇精馏回收系统以回收氨和叔丁醇；因肟化反应需要大比例叔丁醇作为溶剂，含大比例的叔丁醇反应液在叔丁醇精馏回收系统以叔丁醇溶液被回收，同时分离产出肟水溶液，回收的叔丁醇溶液需循环回肟化反应系统，而其中的氨气大部分通过冷凝、溶解进入回收的叔丁醇溶液中，未冷凝的其余氨气进入反应尾气吸收系统回收；反应过程的产生水和反应尾气吸收系统加入的水，最终都随叔丁醇精馏回收系统分离出的环己酮肟水溶液带入肟精制系统，肟水溶液被进一步分离出废水、废液、工艺水和产品环己酮肟。

本发明过程研究发现，反应尾气吸收系统水吸收塔顶加入的工艺水，采用本装置内的废水汽塔产生凝水，采用肟精馏真空系统产生的凝水或工艺水，主要成分是水，仅含少量环己酮、环己醇和微量的肟等，用其代替现有工艺采用的脱盐水，对尾气吸收工艺本身和下游工序未产生不良效果。

本发明反应尾气吸收采用两塔(或两段)吸收工艺，反应尾气依次经反应尾气吸收系统中的醇吸收塔和水吸收塔吸收，主要吸收负荷安排在醇吸收塔；醇吸收塔采用叔丁醇精馏回收系统回收的叔丁醇溶液作为吸收剂，该回收叔丁醇溶液量是现有反应尾气吸收系统加入的脱盐水的量的近10倍，当该吸收操作压力与肟化反应器为同一压力时，吸收压力约为现有工艺吸收压力的3倍，其吸收能力又将提高，将大幅度减轻反应尾气吸收系统水吸收塔的吸收负荷，吸收了氨、叔丁醇的叔丁醇溶液不再处理，循环回肟化反应系统使用；该吸收系统中的水吸收塔保留现有工艺形式，采用工艺水作为吸收剂，水对氨、叔丁醇有很强的吸收能力，以保证吸收后的排放气符合要求，但在本发明技术中水吸收塔的负荷被大幅降低，该塔操作压力视是否接收叔丁醇精馏回收系统的含氨不凝气决定，当处理该系统含氨不凝气时，其操作压力为含氨不凝气的压力；当不处理该系统含氨不凝气时，其操作压力与醇吸收塔的压力相同，吸收了氨、叔丁醇的工艺水溶液送至叔丁醇精馏回收系统处理或直接回肟化反应器使用。

来自氨肟化反应器的反应尾气先通过尾气冷凝器被冷凝、冷却降温后，反应尾气中的水、叔丁醇、氨气部分冷凝下来，冷凝后分离为气相和液相，含氨、叔丁醇不凝气的气相进入反应尾气吸收系统醇吸收塔底部，而液相为含水、叔丁醇等组份的凝液则自流返回氨肟化反应器；

进入反应尾气吸收系统醇吸收塔底部的反应尾气在该塔塔内与自上而下的叔丁醇溶液逆流接触，发生传质与传热并将反应尾气中大部分叔丁醇、氨等气体吸收下来，叔丁醇溶液来自叔丁醇精馏回收系统，从该塔顶部加入塔内，塔釜为吸收了氨、叔丁醇的吸收液，吸收液被泵增压后一部分经冷却、返回该塔顶部再参与吸收，其余部分的醇吸收液经或不经叔丁醇回收罐循环回肟化反应器使用；脱除了大部分氨、叔丁醇后的反应尾气自醇吸收塔塔顶流至水吸收塔底部；

经工艺水冷却器冷却后的工艺水从反应尾气吸收系统水吸收塔顶部进入，工艺水来自本装置内蒸真空产生的凝水、废水汽提冷凝分层后的工艺水，或外部供给的脱盐水或工艺水；在塔内，工艺水与从水吸收塔底部进入的反应尾气逆流接触，发生传质与传热，将反应尾气中余下的少量叔丁醇、氨等气体被吸收下来，剩余含氮气、一氧化二氮、氧气的不凝气体则从水吸收塔塔顶排放至工厂其它工序再处理，水吸收塔釜排出的是吸收了氨、叔丁醇的水溶液，送至叔丁醇精馏回收系统回收。

本发明的有益效果：

1、利用了叔丁醇精馏回收系统回收的叔丁醇溶液的吸收潜力，与现有吸收工艺比较，将大幅减少反应尾气吸收系统的脱盐水或工艺水的用量；

2、现有工艺中吸收后的吸收液需送往叔丁醇精馏回收系统处理，本发明中吸收完成后叔丁醇溶液无需处理而可循环回肟化反应系统利用，减少了因吸收水带至叔丁醇精馏回收系统的氨、叔丁醇和水量，将降低精馏回收系统的处理负荷与能量消耗；

3、大幅降低反应尾气吸收系统吸收用水量后，也就减少了进入叔丁醇精馏回收系统水量，将进一步降低叔丁醇精馏回收系统处理负荷与能量消耗；

4、减少了进入叔丁醇精馏回收系统水量，自然将减少了该精馏回收系统产出环己酮肟溶液中的水量，进而降低后续环己酮肟精制系统处理负荷，能有效降低肟水萃取时的甲苯用量，从而实现节能；

5、减少反应尾气吸收系统吸收剂水的用量外，吸收水采用氨肟化装置内产生的工艺水，如废水汽提冷凝分离的凝水、真空系统产生的凝水或工艺水，替代了现有工艺的加入脱盐水，既降低废水预处理负荷，还减少了装置的废水外排量，降低其运行成本。

6、氨肟化反应液在进入叔丁醇精馏回收系统前，先进行预分离，反应产物经过闪蒸，大量叔丁醇与氨以闪蒸气形式进入闪蒸气冷凝器，冷凝自流至叔丁醇回收罐后再循环回反应系统，无需经该精馏回收系统处理而降低了精馏一塔的负荷；同时反应液经过闪蒸，脱除了部分氨、叔丁醇和水，使得随反应液进入精馏一塔的氨量明显减少，有利于改进冷凝效果、降低真空气量，减少冷冻水用量。

7、叔丁醇精馏回收系统采用双塔双效精馏回收叔丁醇，精馏二塔的二次蒸汽作为精馏一塔的热源，节省蒸汽、冷却水近50％；分离出不含氨的叔丁醇溶液，用于吸收反应尾气和精馏不凝气中的氨和叔丁醇。

8、叔丁醇精馏回收系统中精馏一塔的气相冷凝与真空系统采用冷凝冷却、吸收和真空加压工艺，将大幅降低真空气量，被加压后的含氨气体循环回肟化反应系统，本发明将减少冷冻水用量，又可降低反应尾气吸收系统的处理负荷。

附图说明

图1氨和叔丁醇回收装置主流程示意图

图2氨和叔丁醇回收装置流程示意图

其中：1-肟化反应系统，2-反应产物预分离系统，3-叔丁醇精馏回收系统,4-反应尾气冷凝系统,5-反应尾气吸收系统

具体实施方式

下面结合具体实施例对本发明作进一步说明，但本发明并不限于以下实施例，在不脱离前后所述宗旨的范围下，变化实施都包含在本发明的技术范围内。

反应尾气吸收后排放要求一致，装置规模均20万吨/年，反应尾气吸收系统水吸收塔尾气排出温度15℃，醇吸收塔塔釜排出的吸收液温度为40℃。主要比较，反应尾气吸收系统的加入脱盐水量、叔丁醇精馏回收系统的能量(主要是蒸汽)消耗，以及后续环己酮肟水进入肟萃取系统需要的甲苯量，比较未计入后续环己酮肟精制系统所节省的能耗与物耗，以及用水量减少而带来的废水预处理量和废水排放量减少所带来的好处。

实施例1

根据附图1所示的流程，年产能为20万吨的己内酰胺氨肟化反应装置中，按一定配比加入的浓度为35％的双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应，反应生成环己酮肟水溶液，经催化剂过滤后，含叔丁醇、环己酮肟和水的反应液128.76t/h送至反应液预分离系统，反应尾气经冷凝冷却后送入反应尾气吸收系统，反应尾气吸收系统采用工艺水吸收。

反应液经预分离系统分离出部分氨、叔丁醇后送至叔丁醇精馏回收系统，叔丁醇精馏回收两塔采用差压双效精馏回收叔丁醇，精馏一塔冷凝设施采用冷却冷凝与吸收冷却的组合方式，精馏二塔的二次蒸汽作为精馏一塔的热源；精馏一塔将氨、叔丁醇分离，塔顶分离出进料中全部氨、约50％叔丁醇，送至一塔冷凝设施(被循环冷却水冷却，真空采用液体喷射泵)，塔釜含剩余叔丁醇的物料进入精馏二塔进一步分离；精馏二塔塔顶蒸出剩余全部叔丁醇，塔顶叔丁醇蒸汽作为一塔的塔釜再沸器热源，换热后的叔丁醇液体一部分作为回流送到精馏二塔，其余叔丁醇液体采出分成两股，一股送至精馏不凝气吸收塔，另一股送至反应尾气吸收系统，塔釜采出环己酮肟水溶液，送至下游处理；含氨气体在精馏不凝气吸收塔吸收后，液体流入叔丁醇闪蒸罐，含氨气体经压缩后直接送回肟化反应系统，叔丁醇闪蒸罐中的叔丁醇经泵送回肟化反应系统。

精馏二塔釜得到浓度为45.8％的肟水溶液61.4t/h，叔丁醇回肟化反应系统循环使用。整个过程中，反应尾气吸收系统消耗工艺水5t/h，叔丁醇精馏回收系统消耗蒸汽为19.58t/h，肟水进入肟萃取系统需要的甲苯量为47t/h。

实施例2

根据附图1所示的流程，年产能为20万吨的己内酰胺氨肟化反应装置中，按一定配比加入的浓度为35％的双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应，反应生成的环己酮肟水溶液，催化剂过滤后，含叔丁醇、环己酮肟和水的反应液128.76t/h送入反应液预分离系统，反应尾气经冷凝冷却后送入反应尾气吸收系统，反应尾气吸收系统采用叔丁醇和低温工艺水进行两段吸收，反应尾气醇吸收塔操作压力为200kPa.G。

反应液经预分离系统分离出部分氨、叔丁醇后送至叔丁醇精馏回收系统，其处理方式同实施例1。

精馏二塔釜得到浓度为48.6％的肟水溶液57.9t/h，叔丁醇回肟化反应系统循环使用。整个过程中，反应尾气吸收系统消耗工艺水1.5t/h，叔丁醇精馏回收系统消耗蒸汽为18.5t/h，肟水进入肟萃取系统需要的甲苯量为42t/h。

实施例3

根据附图1所示的流程，年产能为20万吨的己内酰胺氨肟化反应装置中，按一定配比加入的浓度为60％的双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应、生成环己酮肟水溶液，经催化剂过滤后，含叔丁醇、环己酮肟和水的反应液116.5t/h送入反应液预分离系统，反应尾气经冷凝冷却后送入反应尾气吸收系统，反应尾气吸收系统采用叔丁醇和低温工艺水进行两段吸收，反应尾气醇吸收塔操作压力为200kPa.G。

反应液经预分离系统分离出部分氨、叔丁醇后送至叔丁醇精馏回收系统，其处理方式同实施例1。

精馏二塔釜得到浓度为59.6％的肟水溶液42.8t/h，叔丁醇回肟化反应系统循环使用。整个过程中，反应尾气吸收系统消耗工艺水1t/h，叔丁醇精馏回收系统消耗蒸汽为18.3t/h，肟水进入肟萃取系统需要的甲苯量为25t/h。

实施例4

年产能为20万吨的己内酰胺氨肟化反应装置中，按一定配比加入的浓度为35％的双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应，反应生成的环己酮肟水溶液，经催化剂过滤后，含叔丁醇、环己酮肟和水的反应液128.76t/h送入叔丁醇精馏回收系统，叔丁醇精馏回收处理同实施例1。

反应尾气经冷凝冷却后送入反应尾气吸收系统，反应尾气吸收系统采用工艺水进行吸收，工艺水加入量为5t/h，经过叔丁醇精馏回收系统精馏得到浓度为45.8％的肟水溶液61.4t/h，回收的氨、叔丁醇循环回肟化反应系统循环使用。整个过程中，反应尾气吸收系统消耗工艺水5.0t/h，叔丁醇精馏回收系统中消耗蒸汽20.16t/h，肟水进入肟萃取系统需要有甲苯量为47t/h。

由实施例1与实施例2对比可知，增加反应尾气醇吸收塔，可减少工艺水用量，不仅是降低叔丁醇精馏回收系统的蒸汽消耗，更重要是减少后续环己酮肟水溶液萃取时甲苯的用量，从而后续处理的甲苯消耗与甲苯精制回收的能耗。

由实施例1与实施例4比较可知，由于实施例1进行了肟化反应产物预分离，进入叔丁醇精馏回收系统的叔丁醇减少，从而降低了叔丁醇精馏回收系统的蒸汽消耗。

对比例1

现有技术，年产能为20万吨的己内酰胺氨肟化反应装置中，按一定配比加入的浓度为35％的双氧水、氨、环己酮、叔丁醇溶液、催化剂，在氨肟化反应器中进行氨肟化反应，反应生成的环己酮肟水溶液，经催化剂过滤后，含叔丁醇、环己酮肟和水的反应液128.76t/h送入叔丁醇精馏回收系统，叔丁醇精馏回收处理采用单塔处理。

反应尾气经冷凝冷却后送入反应尾气吸收系统，反应尾气吸收系统采用工艺水进行吸收，工艺水加入量为5t/h，经过叔丁醇精馏回收系统精馏得到浓度为45.8％的肟水溶液61.4t/h，回收的氨、叔丁醇循环回肟化反应系统循环使用。

整个过程中，反应尾气吸收系统消耗工艺水5.0t/h，叔丁醇精馏回收系统中消耗蒸汽36.28t/h，肟水进入肟萃取系统需要有甲苯量为47t/h。

Claims (10)

1.一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇精馏回收装置，主要由肟化反应系统、叔丁醇精馏回收系统组成，其特征在于叔丁醇精馏回收系统由精馏一塔、精馏一塔冷凝设施、精馏二塔、精馏二塔冷却设施、精馏不凝气吸收塔、叔丁醇回收罐、真空系统组成；

精馏一塔塔釜与精馏二塔连接，精馏一塔气相出口与精馏一塔冷凝设施连接，精馏一塔冷凝设施液相出口与叔丁醇回收罐连接，气相出口与精馏不凝气吸收塔连接；

精馏二塔气相出口与精馏一塔再沸器相连，精馏一塔再沸器与精馏二塔冷却设施连接，叔丁醇二塔冷却系统分别设有液相和气相出口；

精馏不凝气吸收塔塔釜液相出口与叔丁醇回收罐连接，气相出口与真空系统连接，精馏不凝气吸收塔上部设有叔丁醇进口，该进口与精馏二塔冷却设施液相出口连接。

2.根据权利要求1所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置，其特征在于设有反应产物预分离系统、反应尾气冷凝系统、反应尾气吸收系统；

反应产物预分离系统液相出口管线与叔丁醇精馏回收系统相连，反应尾气吸收系统亦与叔丁醇精馏回收系统相连，叔丁醇精馏回收系统与肟化反应系统相接；

肟化反应系统气相管线与反应尾气冷凝系统连接、反应尾气冷凝系统冷凝液管线与肟化反应系统连接；

肟化反应系统液体出口与反应产物预分离系统相连；

反应尾气冷凝系统气相出口管线、反应产物预分离系统气相管线与反应尾气吸收系统连接。

3.根据权利要求2所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收装置，其特征在于所述的反应尾气吸收系统由反应尾气醇吸收塔和反应尾气水吸收塔组成，反应尾气醇吸收塔和反应尾气水吸收塔是两个塔或一个塔的两段；反应尾气冷凝系统气相出口管线与反应尾气醇吸收塔连接，醇吸收塔设有吸收剂叔丁醇溶液的进口管线和吸收液出口管线；醇吸收塔气相出口管线与反应尾气水吸收塔连接，水吸收塔设有水吸收剂进口管线、排气管线、水吸收液出口管线。

4.一种环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，来自肟化反应系统的反应尾气经反应尾气冷凝系统冷却、冷凝，分离液相后的气体进入反应尾气吸收系统，工艺水经冷却后进入反应尾气吸收系统水吸收塔顶部，来自叔丁醇精馏回收系统的叔丁醇溶液进入反应尾气醇吸收塔顶部；反应尾气从反应尾气醇吸收塔底部进入，先与加入在叔丁醇溶液在塔内进行逆向接触、发生传质与传热，然后从该塔顶部排出进入反应尾气水吸收塔的底部，反应尾气再与从塔顶部加入的工艺水接触，再次发生传热与传质，脱除氨、叔丁醇后的反应尾气从反应尾气水吸收塔顶排出；吸收了少量氨与叔丁醇的水溶液从反应尾气水吸收塔釜排至叔丁醇精馏回收系统处理；吸收了大量氨与叔丁醇的叔丁醇溶液则从醇吸收塔釜排出，循环回肟化反应系统再使用；

肟化反应液体产物经过反应产物预分离系统进行分离，反应液体产物在闪蒸罐进行闪蒸，含氨气相进入反应产物气相冷凝系统冷凝，经冷凝后的气相进入反应尾气吸收系统，冷凝液进入叔丁醇回收罐；反应产物闪蒸罐液相进入叔丁醇精馏回收系统。

5.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于：反应尾气吸收系统中的醇吸收塔操作压力与肟化反应系统是同一压力体系，为0.0-0.4MPa(G)；或与该系统中水吸收塔为一个压力体系，为微正压；反应尾气系统中的醇吸收塔与水吸收塔可各自成压力体系，操作压力不相同。

6.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于：反应尾气水吸收塔用的工艺水温度不大于30℃，优选5～15℃；加入反应尾气醇吸收塔的叔丁醇溶液温度不大于50℃，优选不大于40℃；进入反应尾气吸收系统的反应尾气温度不大于60℃，优选不大于45℃。

7.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于：加入反应尾气吸收系统的工艺水，是氨肟化装置内产生的或外部供给的脱盐水、工艺水。

8.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于：反应尾气水吸收塔顶温度为5～30℃，优选10～20℃，水吸收塔釜温度为10～55℃，优选20～45℃；

反应尾气吸收系统水吸收塔釜底排出的含少量氨与叔丁醇的水吸收液，送至叔丁醇精馏回收系统处理或不经处理返回肟化反应系统。

9.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于：反应尾气吸收系统醇吸收塔釜排出的含氨的叔丁醇溶液，一部分经吸收液冷却器冷却后从醇吸收塔顶部返回塔内继续参与吸收，其余部分溶液不经处理而循环回肟化反应系统；返回醇吸收塔顶部的叔丁醇溶液，经吸收液冷却器冷却，其温度不大于45℃，优选不大于35℃。

10.根据权利要求4所述的环己酮氨肟化生产过程中氨和叔丁醇回收方法，其特征在于叔丁醇精馏回收系统采用两效精馏工艺，来自预分离系统的液相经精馏一塔精馏后，气相氨醇水进入精馏一塔冷凝设施进行冷凝冷却；塔釜的叔丁醇肟水进入精馏二塔进一步精馏；

叔丁醇肟水在精馏二塔再精馏，精馏二塔塔顶气相作为精馏一塔精馏热源而进入精馏一塔再沸器热侧，精馏二塔塔釜得到脱除了氨、叔丁醇的环己酮肟水溶液；

精馏一塔冷凝设施用于冷凝冷却精馏一塔塔顶排出气体，冷却介质为循环水、冷冻水或者液氨；冷凝液排至叔丁醇回收罐，含氨不凝气进入精馏不凝气吸收塔处理；

精馏二塔冷却设施用于冷却精馏一塔再沸器热侧被冷凝而排出的叔丁醇溶液，冷却后叔丁醇溶液一小部分作为精馏一、二塔的回流液，另一部分作为精馏不凝气吸收塔的吸收液，余下部分作为反应尾气醇吸收塔的吸收液；

精馏一塔冷凝设施的含氨不凝气进入精馏不凝气吸收塔，采用精馏二塔冷却设施冷却的叔丁醇溶液作为吸收液，经吸收后的液相排入叔丁醇回收罐，该吸收塔排出的不凝气送入真空系统，或送入真空加压系统，经加压后送回肟化反应系统；

叔丁醇回收罐收集了精馏一塔冷凝设施冷凝后的凝液、精馏不凝气吸收塔的吸收液、反应尾气醇吸收塔的吸收液，这些液体被送回氨肟化反应系统循环使用。

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