CN116844750A - 一种放射性有机污溶剂回收工艺及系统 - Google Patents
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Abstract
本申请提出一种放射性有机污溶剂回收工艺和回收系统，回收工艺包括步骤S1，将放射性有机污溶剂与萃取溶剂进行萃取，放射性有机污溶剂中的硝酸盐与萃取溶剂形成萃取洗剂废液并排出；步骤S2，对萃取后的放射性有机污溶剂进行闪蒸，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分；步骤S3，对闪蒸后剩余的重组分进行精馏分离，回收放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯组分和/或煤油组分。本申请提出的放射性有机污溶剂回收工艺在精馏前对放射性有机污溶剂中的放射性金属盐、硝酸、辐解轻组分等进行分离，避免精馏过程中放射性金属盐、硝酸等与有机相发生副反应。
Description
技术领域
本发明涉及核化工领域，具体而言，涉及一种放射性有机污溶剂回收工艺及系统。
背景技术
乏燃料后处理工艺通常在硝酸体系下采用磷酸三丁酯和煤油组成的萃取剂对铀、钚进行萃取。其中，磷酸三丁酯发生酸催化水解和辐照分解反应，生成磷酸二丁酯、磷酸一丁酯和磷酸等；煤油辐照分解生成酮、烷基酸、硝基烷、亚硝基化合物和硝酸酯等。上述产物还会聚合生成的一系列长链酯类，以及与裂变核素络合生成重质金属络合物。
目前工业上采用碱洗再生的工艺处理萃取废剂，该工艺对磷酸二丁酯、磷酸一丁酯以及酸性辐解产物效果好，但是对长链酯类和核素金属络合物处理效果不明显；有机相中长链酯类和核素金属络合物积累量逐渐增加，这些物质界面活化很强，对金属产物的保留显著，造成萃取效果变差。因此，萃取剂在使用一段时间后需要进行更新，由此产生大量放射性有机污溶剂，增加了运行成本和处理成本。
现有技术还提出了通过精馏工艺处理萃取废剂，例如专利CN113571223A公开了一种放射性有机萃取剂废液处理的方法，一级精馏单元，用于分离出放射性有机萃取剂废液中的核素和重质辐解产物，得到第一混合物和磷酸三丁酯；二级精馏单元，与一级精馏单元相连，用于分离出第一混合物中的轻质辐解产物，得到煤油。
专利采用两步精馏工艺对萃取废液进行处理，存在以下问题：
①萃取废液中的放射性金属盐、硝酸、水会在精馏塔高温环境下加速磷酸三丁酯分解变质，影响精馏塔的运行。
②两步精馏增加了系统的设备和工艺成本以及运行成本。
③具有侧线采出的普通精馏塔，塔内存在“返混”现象，影响塔内气液传质和传热，造成塔分离效率低，能量利用率低。间壁精馏塔解决“返混”问题，提高塔分离效率和能量利用率。
鉴于以上技术问题，特推出本发明。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种放射性有机污溶剂回收工艺及系统。
为了实现上述目的，本发明提供了一种放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，包括以下步骤：
步骤S1，将放射性有机污溶剂与萃取溶剂进行萃取，放射性有机污溶剂中的放射性金属盐与萃取溶剂形成萃取洗剂废液并排出；
步骤S2，对萃取后的放射性有机污溶剂进行闪蒸，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分；
步骤S3，对闪蒸后剩余的重组分进行精馏分离，回收放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯组分和/或煤油组分。
进一步的，步骤S1中，萃取溶剂为0.02-2mol/L的硝酸溶液。
进一步的，步骤S2中，在闪蒸前对萃取后的放射性有机污溶剂进行预热，预热温度为60-120℃。
进一步的，磷酸三丁酯组分采出口温度范围为80-120℃。
进一步的，步骤S2中，闪蒸的压力范围为200-20000Pa。
进一步的，步骤S3中，精馏分离的温度范围为120-150℃，压力范围为500-1000Pa。
本发明提出的放射性有机污溶剂回收工艺，实现了如下技术效果：
1、通过增加萃取步骤，分离放射性有机污溶剂中的放射性金属盐，避免了放射性金属盐对后续精馏工艺的影响。
2、通过增加闪蒸步骤，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分，进一步去除硝酸物质，避免对后续精馏工艺的影响，并且实现了对轻组分的分离。
3、通过多级分离，减少了放射性有机污溶剂的体积，减容98％以上，降低放射性有机污溶剂处置量。
本发明的另一方面，本申请还提出一种放射性有机污溶剂回收系统，采用放射性有机污溶剂分离工艺，包括前处理单元和精馏单元，放射性有机污溶剂进入前处理单元，脱除放射性有机污溶剂中的硝酸类物质，随后进入精馏单元，分离并回收放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯和煤油。
进一步的，前处理单元包括萃取装置，萃取装置萃取放射性有机污溶剂中的放射性金属盐，并将放射性金属盐排出。
进一步的，前处理单元还包括闪蒸塔，闪蒸塔通过闪蒸脱除放射性有机污溶剂中的硝酸、辐解轻组分、水。
进一步的，精馏单元包括精馏塔，放射性有机污溶剂进入精馏塔，并在精馏塔的顶部和中部侧线分别获得煤油组分和磷酸三丁酯组分。
进一步的，精馏塔包括第一精馏区段和第二精馏区段，第一精馏区段靠近精馏塔的顶部，第二精馏区段靠近精馏塔的中部，第一精馏区段和第二精馏区段分别采出煤油和磷酸三丁酯。
进一步的，精馏塔还包括第三精馏区段，第三精馏区段位于精馏塔的底部，第三精馏区段采出辐解重组分和/或放射性核素。
进一步的，精馏塔还包括隔板，隔板沿精馏塔的轴向延伸，并将精馏塔的中部分割形成第二精馏区段和预分馏区段，放射性有机污溶剂经预分馏区段进入精馏塔进行初步分馏。
进一步的，精馏单元还包括冷凝器和回流罐，冷凝器和回流罐连接第一精馏区段，第一精馏区段馏出的煤油经冷凝器冷凝后进入回流罐。
进一步的，第一精馏区段的分离级数为3-16；第三精馏区段的分离级数为2-6。
进一步的，精馏单元还包括再沸器，再沸器位于精馏塔的底部，再沸器对精馏塔进行加热。
进一步的，前处理单元还包括预热器，预热器靠近闪蒸塔的入口。
本发明提出的放射性有机污溶剂回收系统，实现了如下技术效果：
1、通过设置萃取装置，分离放射性有机污溶剂中放射性金属盐，避免了放射性金属盐对后续精馏工艺的影响。
2、通过设置闪蒸塔，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分，进一步去除硝酸物质，避免对后续精馏工艺的影响。
3.采用间壁式精馏塔，提高了重组分的分离效率和能量利用率。
4、通过多级分离，减少了放射性有机污溶剂的体积，减容98％以上，降低放射性有机污溶剂处置量。
附图说明
构成本发明的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1示出本申请一个实施例中的放射性有机污溶剂回收工艺；
图2示出了本申请一个实施例中的放射性有机污溶剂回收系统；
图3示出了本申请一个实施例中精馏塔结构；
其中，上述附图包括以下附图标记：
120、萃取装置；140、闪蒸塔；320、精馏塔；322、第一精馏区段；324、第二精馏区段；326、第三精馏区段；323、隔板；328、预分馏区段；150、预热器；332、第一冷凝器；333、回流罐；334、回流泵；335、第一贮槽；336、液滴捕集器；342、第二冷凝器；343、中间槽；344、第二贮槽；352、再沸器；353、第三冷却器；354、第三贮槽。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本发明中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
以下结合具体实施例对本发明作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本发明所要求保护的范围。术语“包括”在使用时表明存在特征，但不排除存在或增加一个或多个其它特征；术语“横向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“顶”、“底”、”“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述，而不是指示或暗示所指的装置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；此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
在描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。此外，在本发明的描述中，除非另有说明，“多个”的含义是两个或两个以上。
实施例1：
为了实现上述目的，本发明提供了一种放射性有机污溶剂回收工艺，包括：
步骤S1，将放射性有机污溶剂与萃取溶剂接触进行萃取，放射性有机污溶剂中的放射性金属盐与萃取溶剂形成萃取洗剂废液并排出。
在该申请的一个实施例中，放射性金属盐主要为硝酸盐类，主要包括锆、铌、钌、锝等硝酸盐。本申请通过引入步骤S1，在精馏前除去这些放射性元素离子的盐类，避免放射性金属盐在后续精馏步骤中加速磷酸三丁酯分解变质，延长精馏塔的连续运行时间。本申请不限定一次萃取，可采用多次萃取获得更佳的萃取效果。
在该申请的一个实施例中，萃取溶剂采用0.02-2mol/L的硝酸溶液。放射性有机污溶剂的输送速率为40-45kg/h。
步骤S2，对萃取后的放射性有机污溶剂进行闪蒸，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分。
经过萃取后的有机污溶剂泵送至预热器进行预热，优选的，预热温度为60-120℃，通过预热使轻组分汽化。随后经过减压控制阀进入闪蒸装置，对放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解等轻组分进行分离。优选的，闪蒸的压力范围为200-20000Pa。随后经冷凝器冷凝进行贮存，优选的，冷凝温度为20-60℃。
通过联合步骤S1和S2实现了对有机污溶剂的前处理，有效脱除有机污溶剂中的硝酸类物质和轻组分，避免后续精馏步骤中磷酸三丁酯分解变质，影响精馏塔的运行。
步骤S3，对闪蒸后剩余的重组分经过泵输送至精馏单元进行精馏分离，回收放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯组分和/或煤油组分。
优选的，精馏分离的温度范围为120-150℃，压力范围为500-1000Pa。磷酸三丁酯组分采出口温度范围为80-120℃。
综上所述，本实施例提出的放射性有机污溶剂回收工艺，实现了如下技术效果：
1、通过增加萃取步骤，分离放射性有机污溶剂中的放射性金属盐，避免了放射性金属盐对后续精馏工艺的影响。
2、通过增加闪蒸步骤，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分，进一步去除硝酸物质，避免对后续精馏工艺的影响。
3、通过多级分离，减少了放射性有机污溶剂的体积，减容98％以上，降低放射性有机污溶剂处置量。
本发明的另一方面，本申请还提出一种放射性有机污溶剂回收系统，采用放射性有机污溶剂分离工艺，包括前处理单元和精馏单元，放射性有机污溶剂进入前处理单元，脱除放射性有机污溶剂中的硝酸类物质，随后进入精馏单元，分离并回收放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯和煤油。
在该申请的一个实施例中，前处理单元包括萃取装置120，萃取装置120萃取放射性有机污溶剂中的放射性金属盐，并将放射性金属盐排出。萃取装置120可为单级沉降槽或多级沉降槽。
另外，前处理单元还包括闪蒸塔140，闪蒸塔140通过闪蒸脱除放射性有机污溶剂中的硝酸、辐解轻组分、水。通过设置萃取装置120和闪蒸塔140实现了对放射性有机污溶剂的初步分离，去除辐解轻组分、水、放射性金属盐、硝酸等杂质，保证精馏单元的磷酸三丁酯不分解变质，并减少精馏单元负荷并保证煤油达到回收复用标准。
另外，前处理单元还包括预热器150，预热器150靠近闪蒸塔140的入口。
以下具体结合前处理单元系统组成和工艺流程进行详细说明。
前处理单元包括污溶剂贮槽，污溶剂泵，搅拌混合器，萃取装置120，供料泵，预热器150，减压控制阀，闪蒸塔140，轻组分冷凝器，轻组分贮槽。
放射性有机污溶剂通过泵经流量控制输送至萃取装置120，通过搅拌器搅拌萃取，萃取洗剂液废液在萃取装置中沉降，排出系统。
本发明以硝酸钠、硝酸锶、硝酸铯作为硝酸盐类模拟料液，验证萃取装置的脱盐效果。
采用单级萃取装置，0.1mol/L浓度的硝酸进行脱盐，通过检测萃余液中的离子浓度验证脱盐效果，结果如下：
表1.本申请一次萃取试验结果。
| 盐类 | 脱盐前盐含量mg/L | 脱盐后盐含量mg/L | 脱盐效率％ |
| 硝酸钠 | 30 | 20.08 | 33.1 |
| 硝酸铯 | 30 | 17.38 | 42.1 |
| 硝酸锶 | 30 | 12.37 | 58.7 |
进一步，采用双级萃取装置，0.1mol/L浓度的硝酸进行脱盐，脱盐效果如下：
表2.本申请二级萃取试验结果。
| 盐类 | 脱盐前盐含量mg/L | 脱盐后盐含量mg/L | 脱盐效率％ |
| 硝酸钠 | 30 | 9.83 | 67.2 |
| 硝酸铯 | 30 | 5.62 | 81.2 |
| 硝酸锶 | 30 | 4.58 | 84.7 |
从上述试验数据可知：萃取装置可对放射性元素离子的盐类进行有效脱出。本申请不限于单级萃取，可根据实际需求进行多次萃取。
萃取装置120中有机相经过泵流量控制进入预热器150预热，预热后的放射性有机污溶剂经过减压控制阀，进入闪蒸塔140，分离出辐解轻组分、硝酸、水，再经过冷凝器冷凝，收集到轻组分贮槽，其余磷酸三丁酯、煤油、辐解重组分进入精馏系统分离。
在该申请的一个实施例中，精馏单元包括精馏塔320，放射性有机污溶剂进入精馏塔320，并在精馏塔320的顶部和中部侧线分别获得煤油组分和磷酸三丁酯组分。本申请中精馏塔采用间壁式精馏塔，可以是间壁式板式精馏塔，也可以是间壁式填料精馏塔。其包括包括第一精馏区段322、第二精馏区段324和第三精馏区段326，第一精馏区段322靠近精馏塔320的顶部，第二精馏区段324靠近精馏塔320的中部，第三精馏区段326位于精馏塔320的底部，第一精馏区段322和第二精馏区段324分别采出煤油和磷酸三丁酯，第三精馏区段326采出辐解重组分和/或放射性核素。优选的，第一精馏区段322的分离级数为3-16；第三精馏区段326的分离级数为2-6。
精馏塔320还包括隔板323，隔板323沿精馏塔320的轴向延伸，并将精馏塔320的中部分割形成第二精馏区段324和预分馏区段328，放射性有机污溶剂经泵输送至预分馏区段328，由此进入精馏塔320。优选的，第二精馏区段324和预分馏区段328的分离级数为2-8级。
预分馏区段328用于将放射性有机污溶剂进行初步分离，随后煤油组分上升至第一精馏区段322，磷酸三丁酯和辐解重组分下降至第三精馏区段326。第一精馏区段322、第三精馏区段326和第二精馏区段324进行放射性有机污溶剂清晰分割，第一精馏区段322精制出合格煤油，第二精馏区段324采出合格磷酸三丁酯，第三精馏区段326提浓辐解重组分后由塔釜采出。
优选的，精馏塔的进料温度60-90℃，塔压力200-2000Pa。塔顶温度50-80℃，塔釜温度100-160℃，回流比0.5-5。塔顶磷酸三丁酯含量≤0.02wt％。主精馏段采出磷酸三丁酯含量≥80wt％。塔釜辐解重组分含量≤2wt％。
精馏单元还包含第一冷凝器332、回流罐333、回流泵334、第一贮槽335以及液滴捕集器336。第一冷凝器332冷凝采出的煤油组分，收集至回流罐333。优选的，第一冷凝器332温度20-60℃。回流罐333中煤油经过回流泵334输送，一部分经流量控制作为精馏塔320回流，一部分经流量控制采出至第一贮槽335。回流泵334控制以回流比0.5-5部分回流煤油。不凝气体通过液滴捕集器336捕集夹带的液滴，被捕集的液滴也进入回流罐333，不凝气体被真空系统抽走。
精馏单元还包含第二冷凝器342、中间槽343以及第二贮槽344。主分馏段采出的磷酸三丁酯组分经第二冷凝器342冷凝后收集至第二贮槽344。优选的，磷酸三丁酯冷凝器温度20-60℃。
此外，精馏单元还包含再沸器352，第三冷却器353，第三贮槽354。精馏塔320塔釜采出辐解重组分和放射性核素，辐解重组分经再沸器352、第三冷却器353冷却后收集至第三贮槽354。
本申请搭建放射性有机污溶剂的工艺台架，采用模拟料液代替放射性有机污溶剂对技术方案做进一步说明。
用正辛烷C8H10替代辐解轻组分，十二烷基磷酸酯替代辐解重组分，配制放射性有机污溶剂模拟料液。模拟料液配制如下,另外模拟料液还包括0.5kg/h的硝酸和30mg/L的硝酸钠：
表3.本申请放射性有机污溶剂模拟料液初始组分。
实施步骤：首先将工艺系统接入真空系统，对系统建立真空氛围，其中轻组分脱除器压力控制在2000Pa，间壁式精馏塔塔顶压力控制在300Pa。在污溶剂贮槽内加入配制好的模拟料液，将模拟料液用污溶剂泵以40.5kg/h的流量输送至萃取装置120，萃取液采用0.1mol/L的硝酸溶液，萃取液流量25L/h进入搅拌混合器搅拌萃取，搅拌转速1500转/分。萃取后有机相经过供料泵以40.5kg/h至预热器150预热至120℃。经过减压控制阀进入闪蒸塔140，闪蒸塔140压力2000pa，其中水、硝酸和C8H10在轻组分脱出器闪蒸汽化，磷酸三丁酯和煤油组分为液相。分离出的水、硝酸和C8H10经过轻组分冷凝器冷凝后，收集到轻组分贮槽。
通过对闪蒸塔中的脱除物料进行检测，验证脱除效果，结果如下：轻组分脱出器脱出0.4kg/h，水分脱出率66.67％；C8H10脱出0.5998kg/h，C8H10脱出率66.64％；HNO3脱出0.4621kg/h，HNO3脱出率92.42％。
试验结果表明：闪蒸塔可以脱出大部分的硝酸和轻组分，减少精馏塔运行中硝酸对有机相的反应副作用。
液相组分经进料泵输送至精馏塔320，进入精馏塔320塔釜再沸器352内，逐步建立塔釜液位。塔釜液位控制在再沸器加热管上方0.5-1米处停止进料。精馏塔320塔釜再沸器352开始通入蒸汽，加热模拟料液。再沸器352温度控制在130-150℃范围内，模拟料液中的煤油组分和磷酸三丁酯开始蒸发，蒸汽沿着精馏塔320上升，最后进入第一冷凝器332。上升蒸汽与第一冷凝器332中的冷冻水进行热交换，第一冷凝器332控制温度30℃，上升蒸汽冷凝下来，产生的冷凝液进入回流罐333。不凝气体通过液滴捕集器336捕集夹带的液滴，被捕集的液滴也进入回流罐，不凝气体被真空系统抽走。
回流罐333开始建立液位，待液位达到40％-60％后，开启回流泵334全回流操作，回流罐333液体回流到精馏塔320。调节塔釜蒸汽量，维持回流罐333液位保持稳定。维持全回流操作，定时对回流罐333液体取样。当回流罐333内液体采样结果满足磷酸三丁酯的体积占比≤0.02％,按规定回流比采出回流罐333中液体至煤油贮槽。
监测间壁式精馏塔侧线采出口温度，温度达到85-95℃，对侧线采出取样分析，样品中满足磷酸三丁酯含量的体积占比≥80％，进行侧线采出。采出磷酸三丁酯经磷酸三丁酯冷凝至30℃后收集至第二贮槽344。
塔顶和侧线正常采出后，恢复精馏塔320进料，实行连续进料模式运行。
精馏塔320的隔板323位于精馏塔第5到第8块板，左侧为预分馏区段328，右侧为第二精馏区段324。侧线采出位于第二精馏区段324第3块板。进料位置在预分馏区段328第3块板。精馏塔320塔顶温度58℃，压力300Pa。塔釜温度148℃，800Pa。精馏塔320共设有10块塔板，还包含冷凝器和再沸器。
各部分组成如下表所示，辐解重组分全部集中在塔釜中，侧线磷酸三丁酯采出中磷酸三丁酯含量82.64％，煤油组分中磷酸三丁酯含量几乎没有。辐解轻组分基本在闪蒸塔中脱除。
表4.放射性有机污溶剂模拟料液经处理后组分配比。
放射性有机污溶剂模拟料液中磷酸三丁酯含量为32.05％，磷酸三丁酯的质量为12.98kg，经过处理后第二贮槽中回收到的物料流量为15.20kg，其中磷酸三丁酯含量82.64％，磷酸三丁酯质量为12.56Kg，本申请提出的回收工艺系统和回收工艺实现了对大部分磷酸三丁酯的回收。
放射性有机污溶剂模拟料液中煤油的质量约为26.91kg，经过处理后第一贮槽接收到煤油的质量约为24.45kg，煤油回收率为90.86％。
放射性有机污溶剂模拟料液中十二烷基磷酸酯的流量为0.040kg，经过处理重组分贮槽中回收的十二烷基磷酸酯质量为0.038kg，辐解重组分几乎全部集中在第三贮槽中。
上述模拟结果表明本工艺系统可以对放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯和煤油进行有效回收，减少放射性有机污溶剂的体积，极大地减少了放射性有机污溶剂处置量，降低处置难度和处置成本。
综上所述，本实施例提出的放射性有机污溶剂回收系统，实现了如下技术效果：
1、通过设置萃取装置，分离放射性有机污溶剂中放射性金属盐，避免放射性金属盐对后续精馏工艺的影响。
2、通过设置闪蒸塔，分离放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分，进一步去除硝酸物质，避免对后续精馏工艺的影响。
3.采用间壁式精馏塔，提高了重组分的分离效率和能量利用率。
4、通过多级分离，减少了放射性有机污溶剂的体积，减容98％以上，降低放射性有机污溶剂处置量。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (17)
1.一种放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，包括以下步骤：
步骤S1，将放射性有机污溶剂与萃取溶剂进行萃取，所述放射性有机污溶剂中的放射性金属盐与萃取溶剂形成萃取洗剂废液并排出；
步骤S2，对萃取后的所述放射性有机污溶剂进行闪蒸，分离所述放射性有机污溶剂中的水、硝酸和辐解轻组分；
步骤S3，对闪蒸后剩余的重组分进行精馏分离，回收所述放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯组分和/或煤油组分。
2.根据权利要求要求1所述的放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，步骤S1中，所述萃取溶剂为0.02-2mol/L的硝酸溶液。
3.根据权利要求要求1所述的放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，步骤S2中，在闪蒸前对萃取后的放射性有机污溶剂进行预热，所述预热温度为60-120℃。
4.根据权利要求要求1-3任一项所述的放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，所述磷酸三丁酯组分采出口温度范围为80-120℃。
5.根据权利要求要求1-3任一项所述的放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，步骤S2中，所述闪蒸的压力范围为200-20000Pa。
6.根据权利要求要求1-3任一项所述的放射性有机污溶剂回收工艺，其特征在于，步骤S3中，所述精馏分离的温度范围为120-150℃，压力范围为500-1000Pa。
7.一种放射性有机污溶剂回收系统，采用权利要求1-6任一项所述放射性有机污溶剂分离工艺，其特征在于，包括前处理单元和精馏单元，所述放射性有机污溶剂进入所述前处理单元，脱除所述放射性有机污溶剂中的硝酸类、水和辐解轻组分等物质，随后进入所述精馏单元，分离并回收所述放射性有机污溶剂中的磷酸三丁酯和煤油。
8.根据权利要求要求7所述的回收系统，其特征在于，所述前处理单元包括萃取装置(120)，所述萃取装置(120)萃取所述放射性有机污溶剂中的放射性金属盐，并将所述放射性金属盐排出。
9.根据权利要求要求8所述的回收系统，其特征在于，所述前处理单元还包括闪蒸塔(140)，所述闪蒸塔(140)脱除所述放射性有机污溶剂中的硝酸、辐解轻组分、水。
10.根据权利要求要求9任一项所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏单元包括精馏塔(320)，所述放射性有机污溶剂进入所述精馏塔(320)，并在所述精馏塔(320)的顶部和中部侧线分别获得煤油组分和磷酸三丁酯组分。
11.根据权利要求10所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏塔(320)包括第一精馏区段(322)和第二精馏区段(324)，所述第一精馏区段(322)靠近所述精馏塔(320)的顶部，所述第二精馏区段(324)靠近所述精馏塔(320)的中部，所述第一精馏区段(322)和所述第二精馏区段(324)分别采出煤油和磷酸三丁酯。
12.根据权利要求11所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏塔(320)还包括第三精馏区段(326)，所述第三精馏区段(326)位于所述精馏塔(320)的底部，所述第三精馏区段(326)采出辐解重组分和/或放射性核素。
13.根据权利要求12所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏塔(320)还包括隔板(323)，所述隔板(323)沿所述所述精馏塔(320)的轴向延伸，并将所述精馏塔(320)的中部分割形成第二精馏区段(324)和预分馏区段(328)，所述放射性有机污溶剂经所述预分馏区段(328)进入所述精馏塔(320)进行初步分馏。
14.根据权利要求11-13任一项所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏单元还包括第一冷凝器(332)和回流罐(333)，所述第一冷凝器(332)和所述回流罐(333)连接所述第一精馏区段(322)，所述第一精馏区段(322)馏出的所述煤油经所述第一冷凝器(332)冷凝后进入所述回流罐(333)。
15.根据权利要求12或13所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述第一精馏区段(322)的分离级数为3-16；所述第三精馏区段(326)的分离级数为2-8。
16.根据权利要求11-13任一项所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述精馏单元还包括再沸器(352)，所述再沸器(352)位于所述精馏塔(320)的底部，所述再沸器(352)对所述精馏塔(320)进行加热。
17.根据权利要求9所述的放射性有机污溶剂回收系统，其特征在于，所述前处理单元还包括预热器(150)，所述预热器(150)靠近所述闪蒸塔(140)的入口。
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