CN116534934A - 一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及化工技术领域，公开了一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，包括以下步骤：1)自换热；2)渣气分离；3)精馏；4)分相。本发明不产生高COD含量的废水，将三氯蔗糖乙酸乙酯废水分离出三个部分：1)分离出较纯的水(H2O含量＞99.99％)去生产车间再利用；2)分离出乙酸乙酯相(EA＞96.85％)去生产车间再利用；3)分离出渣液去焚烧炉无害化处理。并且通过设置第一压缩机和第二压缩机，以及自换热器组，使得压缩机做功给精馏塔塔顶气相物料并传热给三氯蔗糖乙酸乙酯废水，使三氯蔗糖乙酸乙酯废水逐步升温气化，大幅度降低了过程的热功耗和制冷功耗，节约制热功率与节约制冷功率的比例均在80％左右。
Description
技术领域
本发明涉及化工技术领域，具体涉及一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法。
背景技术
三氯蔗糖生产过程中，萃取工序产生大量的乙酸乙酯废水，生产1吨三氯蔗糖大约产生约17吨乙酸乙酯废水，由于水与乙酸乙酯部分互溶，这些乙酸乙酯废水化学需氧量(COD)值高到数万甚至大于10万毫克每升(排放标准为50毫克每升)，另外这些乙酸乙酯废水中含有较多的盐类(氯化钠)和氯代蔗糖杂质，必须妥善处理，防止污染水体和土壤环境。
三氯蔗糖乙酸乙酯废水检测数据如表1所示。
表1
| 组分名称 | 代号 | 含量 |
| 水 | H2O | 65％ |
| 氯代蔗糖杂质 | GL | 12％ |
| 氯化钠 | NaCl | 15％ |
| 乙酸乙酯 | EA | 8％ |
| 合计 | 100％ |
处理该废水的难点有：
1)乙酸乙酯和水是共沸物且不同压强条件下共沸组成相近，不适用变压精馏来分离。
2)三氯蔗糖乙酸乙酯废水含有氯化钠盐以及氯代蔗糖杂质等固形物，固形物比例高达27％，水分减少到一定程度，这些固形物容易堵塞管道和设备。
3)三氯蔗糖乙酸乙酯废水量大，300吨每天产量，常规的蒸发冷凝精馏操作热功耗与制冷功耗都很大，这也大幅度地增加了三氯蔗糖生产成本。
4)三氯蔗糖乙酸乙酯废水中含有8％左右的乙酸乙酯，需要尽可能多的回收再利用。每天产生的300吨废水中就含有乙酸乙酯24吨。
申请号为201810285758.2的专利公开了一种分离乙醇、乙酸乙酯和水混合物的工艺方法及系统，将有价值的原料液送入预处理塔分离出油相，油相进入乙酯产品塔，经过以一次蒸汽提供热源的乙酸乙酯产品塔的再沸器加热，蒸汽上升至乙酸乙酯产品塔塔顶，乙酸乙酯产品塔塔顶蒸汽经过脱重塔再沸器换热降温后，冷凝液体一部分回流至乙酸乙酯产品塔，一部分采出，这种换热方式称为逆流耦合精馏工艺。
即将乙酸乙酯产品塔视作提馏段，脱重塔视作精馏段，精馏段和提馏段内部热集成，这种精馏方法称为内部热耦合精馏。
这种方法存在的问题：
1)原料中水含量较低(16.65％～39.18％)，乙酯含量和乙醇含量都比较高，该原料具有较高的经济价值，因此申请号为201810285758.2的专利考虑的是如何回收乙酸乙酯和乙醇，不考虑废水处理的问题。本发明中三氯蔗糖乙酸乙酯废水中乙酯含量低(8％)、水含量高(65％)、无用的氯代蔗糖杂质(12％)和氯化钠(15％)比较高，重点考虑废水处理问题，尤其结晶高耗能的问题，兼顾考虑乙酯回收问题。
2)申请号为201810285758.2的专利中乙酸乙酯精馏塔通过控制调节阀调节塔内压力0.2-0.5MPa，塔釜温度130℃～140℃。这与压缩机做功的热泵原理不同，通过“憋压”方式达到设计温度压力值，需要再沸器消耗大量蒸汽来实现，这与压缩机做功转化为气相物料的内能有本质不同；另外，温度超过100℃，有氯化钠存在的情况下，乙酸乙酯有分解的化学反应发生，产物是醋酸和乙醇。
3)将塔顶气相物料直接给塔底物流加热的方法，节约热功率十分有限。
综上所述，迫切需要研发一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，不产生高COD含量的废水，将分离出的水和乙酸乙酯回收利用，同时尽可能地降低热功耗与制冷功耗。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术存在的缺点，提供一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，该方法可以分离出较纯的水(H2O含量＞99.99％)，可重新投入到三氯蔗糖生产当中；分离出乙酸乙酯相(EA含量＞96.85％)可重新投入到三氯蔗糖生产当中；分离出油相(含水、氯化钠盐、氯代蔗糖杂质的混合物)，去焚烧炉无害化处理，不产生高COD废水，同时降低热功耗与制冷功耗。
为了实现上述目的，本发明的技术方案是：一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，包括以下步骤：
(1)自换热
三氯蔗糖乙酸乙酯废水进入废水暂存罐后，由第一输送泵输送进料至自换热器组，所述自换热器组由五只换热器分别为第一换热器、第二换热器、第三换热器、第四换热器和第五换热器自下而上竖直串联，废水从第一换热器的底部管程进口进入，从第五换热器的顶部管程出口采出，三氯蔗糖乙酸乙酯废水在这个过程中逐步地吸收自换热器组壳程的热量，升温气化；
自精馏塔顶部出来的气相进入第一压缩机经过加压后进入第四换热器壳程，换热完成后从第四换热器壳程出口进入第一闪蒸器，气相自第一闪蒸器顶部出口进入第二压缩机，经过加压后依次进入第五换热器壳程、第三换热器壳程，第二换热器壳程、第一换热器壳程，换热完成后从第一换热器壳程出口采出，与第一闪蒸器底部液相合并进入第八换热器管程进行冷却；
(2)渣气分离
自第五换热器顶部管程出口采出的料液进入第六换热器管程进一步气化，然后从第六换热器管程出口进入第二闪蒸器，第二闪蒸器顶部气相进入精馏塔、底部渣液由第二输送泵输送至焚烧炉无害化处理；
(3)精馏
精馏塔塔底采出水相由第三输送泵输送至生产车间再利用；
自第八换热器出口的料液进入分流器分成两股，一股回流至精馏塔的塔顶，另外一股进入分相器；
(4)分相
料液在分相器内部分层，下层水相采出进入水相罐，然后由第四输送泵输送至第一换热器管程进口；分相器的上层酯相采出进入酯相罐，然后由第五输送泵输送到生产车间再利用。
本发明不产生高COD含量的废水，将三氯蔗糖乙酸乙酯废水分离出三个部分：
1)分离出较纯的水(H2O含量＞99.99％)去生产车间再利用；
2)分离出乙酸乙酯相(EA＞96.85％)去生产车间再利用；
3)分离出渣液去焚烧炉无害化处理。
并且通过设置第一压缩机和第二压缩机，以及自换热器组，使得三氯蔗糖乙酸乙酯废水逐步地吸收自换热器组壳程的热量，升温气化，大幅度降低了过程的热功耗和制冷功耗。
进一步地；步骤(1)中所述三氯蔗糖乙酸乙酯废水成分及质量百分比为：水65％、氯代蔗糖杂质12％、氯化钠15％、乙酸乙酯8％。
进一步地；步骤(1)中所述第一压缩机出口压力为10～30kPa，温度为71.29～94.07℃；所述第二压缩机出口压力为16～48kPa，温度为73.00～94.75℃。
进一步地；步骤(2)中所述第二闪蒸器底部排出的渣液流量与步骤(1)中三氯蔗糖乙酸乙酯废水的进料流量比值是37.85％，所述渣液的含水量是28.54％。
进一步地；步骤(3)中所述精馏塔塔顶压力为5～15kPa，温度为28.78～49.32℃；所述精馏塔塔底压力为10～20kPa，温度为45.80～60.06℃。
进一步地；步骤(3)中所述分流器控制回流的流量与步骤(4)中分相器采出酯相流量的比值为12.24～12.31。
进一步地；步骤(3)中所述精馏塔塔底采出水相中水的含量＞99.99％。
进一步地；步骤(4)中所述酯相罐的酯相中乙酸乙酯含量＞96.85％。
本发明的另一技术方案是：一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置，包括废水暂存罐、自换热器组、第六换热器、第七换热器、第八换热器、精馏塔、第一压缩机、第二压缩机、分相器、水相罐、酯相罐、第一输送泵、第二输送泵、第三输送泵、第四输送泵、第五输送泵和分流器；所述自换热器组由五只换热器分别为第一换热器、第二换热器、第三换热器、第四换热器和第五换热器自下而上竖直串联；
所述三氯蔗糖乙酸乙酯废水管线连接废水暂存罐进口，所述废水暂存罐出口连接第一输送泵进口，所述第一输送泵出口管线与第四输送泵出口管线合并后连接到第一换热器底部管程进口，所述第一换热器顶部管程出口连接第二换热器底部管程进口，所述第二换热器顶部管程出口连接第三换热器底部管程进口，所述第三换热器顶部管程出口连接第四换热器底部管程进口，所述第四换热器顶部管程出口连接第五换热器底部管程进口，所述第五换热器顶部管程出口连接第六换热器顶部管程进口，所述第六换热器底部管程出口连接第二闪蒸器进口，所述第二闪蒸器顶部出口连接精馏塔气相进口，所述第二闪蒸器底部出口连接第二输送泵进口，所述第二输送泵出口管线连接焚烧炉装置；
所述精馏塔顶部气相出口连接第一压缩机进口，所述精馏塔塔底水相出口连接第三输送泵进口，所述第三输送泵出口管线连接三氯蔗糖车间纯水再利用装置，所述第一压缩机出口连接第四换热器上部壳程进口，所述第四换热器下部壳程出口连接第一闪蒸器进口，所述第一闪蒸器顶部出口连接第二压缩机进口，所述第二压缩机出口连接第五换热器上部壳程进口，所述第五换热器下部壳程出口连接第三换热器上部壳程进口，所述第三换热器下部壳程出口连接第二换热器上部壳程进口，所述第二换热器下部壳程出口连接第一换热器上部壳程进口，所述第一换热器下部壳程出口管线与第一闪蒸器底部出口管线合并后连接第八换热器底部管程进口，所述第八换热器顶部管程出口连接分流器进口，所述分流器回流口管线连接精馏塔上部回流进口，所述分流器采出口管线连接分相器顶部进口，所述分相器水相出口连接水相罐顶部进口，所述水相罐底部出口连接第四输送泵进口，所述分相器酯相出口连接酯相罐顶部进口，所述酯相罐底部出口连接第五输送泵进口，所述第五输送泵出口管线连接三氯蔗糖车间乙酸乙酯再利用装置。
本发明的装置可对三氯蔗糖乙酸乙酯废水进行分离，最终得到较纯的水(H2O含量＞99.99％)，乙酸乙酯相(EA含量＞96.85％)，以及水含量为28.54％的渣液去焚烧无害化处理。
附图说明
图1是本发明的装置结构示意图。
图中：1、第一换热器；2、第二换热器；3、第三换热器；4、第四换热器；5、第五换热器；6、第六换热器；7、第七换热器；8、第八换热器；9、废水暂存罐；10、第一压缩机；11、第二压缩机；12、第一闪蒸器；13、第二闪蒸器；14、精馏塔；15、分相器；16、水相罐；17、酯相罐；18、第一输送泵；19、第二输送泵；20、第三输送泵；21、第四输送泵；22、第五输送泵；23、分流器；24、自换热器组。
具体实施方式
实施例1：
如图1所示，一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置，包括废水暂存罐9、自换热器组24、第六换热器6、第七换热器7、第八换热器8、精馏塔14、第一压缩机10、第二压缩机11、分相器15、水相罐16、酯相罐17、第一输送泵18、第二输送泵19、第三输送泵20、第四输送泵21、第五输送泵22和分流器23；所述自换热器组24由五只换热器分别为第一换热器1、第二换热器2、第三换热器3、第四换热器4和第五换热器5自下而上竖直串联组成；
所述三氯蔗糖乙酸乙酯废水进入废水暂存罐9，所述废水暂存罐9罐底出口与第一输送泵18进口连接，所述第一输送泵18出口的管线FEED上设置有温度表、压力表和流量表，所述管线FEED与第四输送泵21出口管线合并为管线E1IN后连接第一换热器1的底部管程进口；
所述第一换热器1顶部管程出口连接第二换热器2底部管程进口，所述第二换热器2顶部管程出口连接第三换热器3底部管程进口，所述第三换热器3顶部管程出口连接第四换热器4底部管程进口，所述第四换热器4顶部管程出口连接第五换热器5底部管程进口，所述第五换热器5顶部管程出口管线E6IN连接第六换热器6顶部管程进口，所述第六换热器6底部管程出口连接第二闪蒸器13进口，所述第二闪蒸器13顶部出口管线T1IN连接精馏塔14气相进口，所述第二闪蒸器底13部出口管线RESIDUE连接第二输送泵19进口；所述第二输送泵19出口连接焚烧炉装置。
所述精馏塔14顶部气相出口管线C1IN连接第一压缩机10进口，所述第一压缩机10出口管线C1OUT连接第四换热器4上部壳程进口，所述第四换热器4下部壳程出口连接第一闪蒸器12进口，所述第一闪蒸器12顶部出口管线C2IN连接第二压缩机11进口，所述第二压缩机11出口管线C2OUT连接第五换热器5上部壳程进口，所述第五换热器5下部壳程出口连接第三换热器3上部壳程进口，所述第三换热器3下部壳程出口连接第二换热器2上部壳程进口，所述第二换热器2下部壳程出口连接第一换热器1上部壳程进口，所述第一换热器1下部壳程出口管线与第一闪蒸器12底部出口管线合并为管线E8IN后连接第八换热器8底部管程进口，所述第八换热器8顶部管程出口连接分流器23进口，所述分流器回流口管线RE连接精馏塔14上部回流进口，所述分流器23采出口管线V4IN连接分相器15顶部进口，所述分相器15水相出口管线V4-2连接水相罐16顶部进口，所述水相罐16底部出口连接第四输送泵21进口，所述分相器15酯相出口管线V4-1连接酯相罐17顶部进口，所述酯相罐17底部出口连接第五输送泵22进口，所述第五输送泵22出口管线连接到三氯蔗糖车间乙酸乙酯再利用装置。
所述精馏塔14底部设有第七换热器7，所述精馏塔14塔底出口管线WATER连接第三输送泵20，所述第三输送泵20出口管线连接到三氯蔗糖车间纯水再利用装置。
本实施例优选的，所述分流器23是由三通与三通两个支路上的调节阀和流量计组成。
一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，包括以下步骤：
(1)自换热
三氯蔗糖乙酸乙酯废水物流(流量12500kg/h)进入废水暂存罐9后，由第一输送泵18输送至管线FEED，与第四输送泵21采出的物流合并后进入管线E1IN，然后依次进入第一换热器1管程、第二换热器2管程、第三换热器3管程、第四换热器4管程和第五换热器5管程；三氯蔗糖乙酸乙酯废水在这个过程中逐步地吸收换热器壳程的热量，升温气化。
自精馏塔14顶部出来的气相通过管线C1IN进入第一压缩机10经过加压后进入管线C1OUT，然后进入第四换热器4壳程(将热量传输给第四换热器4管程内的料液)，换热完成后从第四换热器4壳程出口进入第一闪蒸器12，气相自第一闪蒸器12顶部沿着管线C2IN进入第二压缩机11，经过加压后沿着管线C2OUT进入第五换热器5壳程(将热量传输给第五换热器5管程内的料液)，换热完成后从第五换热器5壳程出口进入第三换热器3壳程(将热量传输给第三换热器3管程内的料液)，换热完成后从第三换热器3壳程出口进入第二换热器2壳程(将热量传输给第二换热器2管程内的料液)，换热完成后从第二换热器2壳程出口进入第一换热器1壳程(将热量传输给第一换热器1管程内的料液)，换热完成后从第一换热器1壳程出口采出，与第一闪蒸器12底部液相合并通过管线E8IN进入第八换热器8管程进行冷却。
(2)渣气分离
自第五换热器5管程出口的料液通过管线E6IN进入第六换热器6管程后进一步气化，然后从第六换热器6管程出口进入第二闪蒸器13，第二闪蒸器13顶部气相进入精馏塔14，第二闪蒸器13底部渣液通过管线RESIDUE进入第二输送泵19，由第二输送泵19输送至焚烧炉无害化处理。
(3)精馏
精馏塔14底部采出水沿着管线WATER进入第三输送泵20，控制一定的流量输送至生产车间再利用。
自第八换热器8出口的料液进入分流器23分成两股，一股通过管线RE回流至精馏塔14的塔顶，另外一股通过管线V4IN进入分相器15。
(4)分相
料液在分相器15内部分层，下层水相自低位挡板分出沿管线V4-2进入水相罐16，然后由第四输送泵21输送至第一换热器1管程进口；分相器15的上层酯相自高位挡板分出沿管线V4-1进入酯相罐17，然后由第五输送泵22输送到生产车间再利用。
分别记录精馏塔14、第一压缩机10、第二压缩机11的温度压力功率参数，参见表2；分别记录管线FEED、C1IN、C1OUT、C2IN、C2OUT、RE、RESIDUE、V4-1、WATER内流股的温度、压力、流量、组成数据，参见表3，统计各个压缩机、换热器的功率，参见表4。
表2
| 测定位置 | 温度 | 单位 | 压力 | 单位 |
| 精馏塔14塔顶 | 41.37 | ℃ | 10 | kPa |
| 精馏塔14塔底 | 53.97 | ℃ | 15 | kPa |
| 第一压缩机10出口 | 85.27 | ℃ | 20 | kPa |
| 第二压缩机11出口 | 87.34 | ℃ | 32 | kPa |
表3
| 单位 | FEED | C1IN | C1OUT | C2IN | C2OUT | RE | RESIDUE | V4-1 | WATER | |
| 相态 | 液相 | 汽相 | 汽相 | 汽相 | 汽相 | 液相 | 液相 | 液相 | 液相 | |
| 温度 | ℃ | 20 | 41.37 | 85.27 | 57.02 | 87.34 | 18.55 | 61.83 | 16.89 | 53.97 |
| 压力 | kPa | 400 | 10 | 20 | 20 | 32 | 15 | 15 | 15 | 15 |
| 质量密度 | kg/m3 | 752.34 | 0.12 | 0.22 | 0.24 | 0.35 | 960.43 | 519.81 | 960.43 | 965.56 |
| 质量流量 | kg/h | 12500 | 14447.71 | 14447.71 | 14447.71 | 14447.71 | 12547.71 | 4732.38 | 1022.34 | 6745.22 |
| 水H2O | kg/h | 8125 | 6360.97 | 6360.97 | 6360.97 | 6360.97 | 5524.47 | 1350.56 | 29.47 | 6744.93 |
| 氯代蔗糖杂质GL | kg/h | 1500 | 0 | 0 | 0 | 0 | 0 | 1499.7 | 0 | 0.3 |
| 氯化钠NaCl | kg/h | 1875 | 0 | 0 | 0 | 0 | 0 | 1875 | 0 | 0 |
| 乙酸乙酯EA | kg/h | 1000 | 8086.74 | 8086.74 | 8086.74 | 8086.74 | 7023.24 | 7.12 | 992.88 | 0 |
| 质量分率 | ||||||||||
| 水H2O | 65.00％ | 44.03％ | 44.03％ | 44.03％ | 44.03％ | 44.03％ | 28.54％ | 2.88％ | 99.9956％ | |
| 氯代蔗糖杂质GL | 12.00％ | 0 | 0 | 0 | 0 | 0 | 31.69％ | 0 | 0.0044％ | |
| 氯化钠NaCl | 15.00％ | 0 | 0 | 0 | 0 | 0 | 39.62％ | 0 | 0 | |
| 乙酸乙酯EA | 8.00％ | 55.97％ | 55.97％ | 55.97％ | 55.97％ | 55.97％ | 0.15％ | 97.12％ | 0 | |
| 体积流量 | m3/h | 16.61 | 116163.48 | 66147.96 | 60903.14 | 41531.16 | 13.06 | 9.1 | 1.12 | 6.99 |
由表3可知，管线WATER流量为6745.22kg/h，含量w(H2O)＝99.9956％，水的回收率为6744.93÷8125＝83.01％，剩余的没有回收的水(比例16.99％)连同氯代蔗糖杂质1499.70kg/h和氯化钠1875kg/h进入到了焚烧炉中无害化处理，彻底杜绝了高COD废水的产生。
另外管线V4-1中的乙酸乙酯进入到三氯蔗糖车间再利用，乙酸乙酯的回收率为992.88÷1000＝99.288％，没有回收的乙酸乙酯比例0.712％进入到渣液RESIDUE中去往焚烧炉无害化处理。
表4
对比例1
一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，同实施例1，不同之处是取消自换热器组24(第一换热器1、第二换热器2、第三换热器3、第四换热器4、第五换热器5)，同时取消第一压缩机10、第二压缩机11，精馏塔14的操作参数不变，精馏塔14顶部气相物流沿着管线E8IN直接进入第八换热器8的管程进口。
统计管线FEED、E8IN、RE、RESIDUE、V4-1、WATER物流温度、压力、组成数据汇总成表5，统计各个换热器功率参数汇总成表6。
表5
表6
通过对比表4和表6得知，本发明通过设置自换热器组24和第一压缩机10、第二压缩机11，仅仅是增加了电功率529.583kW，却能够节约热功率5790.311-994.085＝4796.226kW，节热率为4796.226÷5790.311＝82.83％；同时本发明节约制冷功率5404.48-1086.24＝4318.24kW，节冷率为4318.24÷5404.48＝79.90％，以上数据说明本发明节能效果非常显著。
实施例2
一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，同实施例1，不同之处为改变精馏塔14的压力(塔顶5kPa，塔底10kPa)，分别记录精馏塔14、第一压缩机10、第二压缩机11的温度压力功率参数，参见表7；分别记录管线FEED、C1IN、C1OUT、C2IN、C2OUT、RE、RESIDUE、V4-1、WATER内流股的温度、压力、流量、组成数据，参见表8。
表7
| 测定位置 | 温度 | 单位 | 压力 | 单位 |
| 精馏塔14塔顶 | 28.78 | ℃ | 5 | kPa |
| 精馏塔14塔底 | 45.80 | ℃ | 10 | kPa |
| 第一压缩机10出口 | 71.29 | ℃ | 10 | kPa |
| 第二压缩机11出口 | 73.00 | ℃ | 16 | kPa |
表8
实施例3
一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置与方法，同实施例1，不同之处为改变精馏塔的压力(塔顶15kPa，塔底20kPa)，分别记录精馏塔14、第一压缩机10、第二压缩机11的温度压力功率参数，参见表9；分别记录管线FEED、C1IN、C1OUT、C2IN、C2OUT、RE、RESIDUE、V4-1、WATER内流股的温度、压力、流量、组成数据，参见表10。
表9
表10
以上所述的实施例只是本发明较佳的方案，并非对本发明作任何形式上的限制，在不超出权利要求所记载的技术方案的前提下还有其它的变体及改型。
在本发明的描述中，需要理解的是，指示方位或位置关系的术语为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的设备或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。
Claims (9)
1.一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于，包括以下步骤：
(1)自换热
三氯蔗糖乙酸乙酯废水进入废水暂存罐后，由第一输送泵输送进料至自换热器组，所述自换热器组由五只换热器分别为第一换热器、第二换热器、第三换热器、第四换热器和第五换热器自下而上竖直串联，废水从第一换热器的底部管程进口进入，从第五换热器的顶部管程出口采出，废水逐步地吸收自换热器组壳程的热量，升温气化；
自精馏塔顶部出来的气相进入第一压缩机经过加压后进入第四换热器壳程，换热完成后从第四换热器壳程出口进入第一闪蒸器，气相自第一闪蒸器顶部出口进入第二压缩机，经过加压后依次进入第五换热器壳程、第三换热器壳程，第二换热器壳程、第一换热器壳程，换热完成后从第一换热器壳程出口采出，与第一闪蒸器底部液相合并进入第八换热器管程进行冷却；
(2)渣气分离
自第五换热器顶部管程出口采出的料液进入第六换热器管程进一步气化，然后从第六换热器管程出口进入第二闪蒸器，第二闪蒸器顶部气相进入精馏塔、底部渣液由第二输送泵输送至焚烧炉无害化处理；
(3)精馏
精馏塔塔底采出水相由第三输送泵输送至生产车间再利用；
自第八换热器出口的料液进入分流器分成两股，一股回流至精馏塔的塔顶，另外一股进入分相器；
(4)分相
料液在分相器内部分层，下层水相采出进入水相罐，然后由第四输送泵输送至第一换热器管程进口；分相器的上层酯相采出进入酯相罐，然后由第五输送泵输送到生产车间再利用。
2.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(1)中所述三氯蔗糖乙酸乙酯废水成分及质量百分比为：水65％、氯代蔗糖杂质12％、氯化钠15％、乙酸乙酯8％。
3.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(1)中所述第一压缩机出口压力为10～30kPa，温度为71.29～94.07℃；所述第二压缩机出口压力为16～48kPa，温度为73.00～94.75℃。
4.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(2)中所述第二闪蒸器底部排出的渣液流量与步骤(1)中三氯蔗糖乙酸乙酯废水的进料流量比值是37.85％，所述渣液的含水量是28.54％。
5.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(3)中所述精馏塔塔顶压力为5～15kPa，温度为28.78～49.32℃；所述精馏塔塔底压力为10～20kPa，温度为45.80～60.06℃。
6.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(3)中所述分流器控制回流的流量与步骤(4)中分相器采出酯相流量的比值为12.24～12.31。
7.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(3)中所述精馏塔塔底采出水相中水的含量＞99.99％。
8.根据权利要求1所述的节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理方法，其特征在于：步骤(4)中所述酯相罐的酯相中乙酸乙酯含量＞96.85％。
9.一种节能型三氯蔗糖乙酸乙酯废水处理装置，其特征在于，包括废水暂存罐、自换热器组、第六换热器、第七换热器、第八换热器、精馏塔、第一压缩机、第二压缩机、分相器、水相罐、酯相罐、第一输送泵、第二输送泵、第三输送泵、第四输送泵、第五输送泵和分流器；所述自换热器组由五只换热器分别为第一换热器、第二换热器、第三换热器、第四换热器和第五换热器自下而上竖直串联；
所述三氯蔗糖乙酸乙酯废水管线连接废水暂存罐进口，所述废水暂存罐出口连接第一输送泵进口，所述第一输送泵出口管线与第四输送泵出口管线合并后连接到第一换热器底部管程进口，所述第一换热器顶部管程出口连接第二换热器底部管程进口，所述第二换热器顶部管程出口连接第三换热器底部管程进口，所述第三换热器顶部管程出口连接第四换热器底部管程进口，所述第四换热器顶部管程出口连接第五换热器底部管程进口，所述第五换热器顶部管程出口连接第六换热器顶部管程进口，所述第六换热器底部管程出口连接第二闪蒸器进口，所述第二闪蒸器顶部出口连接精馏塔气相进口，所述第二闪蒸器底部出口连接第二输送泵进口，所述第二输送泵出口管线连接焚烧炉装置；
所述精馏塔顶部气相出口连接第一压缩机进口，所述精馏塔塔底水相出口连接第三输送泵进口，所述第三输送泵出口管线连接三氯蔗糖车间纯水再利用装置，所述第一压缩机出口连接第四换热器上部壳程进口，所述第四换热器下部壳程出口连接第一闪蒸器进口，所述第一闪蒸器顶部出口连接第二压缩机进口，所述第二压缩机出口连接第五换热器上部壳程进口，所述第五换热器下部壳程出口连接第三换热器上部壳程进口，所述第三换热器下部壳程出口连接第二换热器上部壳程进口，所述第二换热器下部壳程出口连接第一换热器上部壳程进口，所述第一换热器下部壳程出口管线与第一闪蒸器底部出口管线合并后连接第八换热器底部管程进口，所述第八换热器顶部管程出口连接分流器进口，所述分流器回流口管线连接精馏塔上部回流进口，所述分流器采出口管线连接分相器顶部进口，所述分相器水相出口连接水相罐顶部进口，所述水相罐底部出口连接第四输送泵进口，所述分相器酯相出口连接酯相罐顶部进口，所述酯相罐底部出口连接第五输送泵进口，所述第五输送泵出口管线连接三氯蔗糖车间乙酸乙酯再利用装置。
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