CN205774201U - 一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置 - Google Patents

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Abstract

本实用新型公开了一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置,该装置包括高压废水汽提塔、中压有机溶剂精馏塔、低压有机溶剂精馏塔、废水进料预热器、有机溶剂进料预热器、低压塔顶冷凝器、高压塔釜再沸器、中压塔釜再沸器、低压塔釜再沸器、分相罐、有机溶剂出料冷却器、高压塔顶辅助冷凝器和泵等;本实用新型的装置可以使有机萃取剂回收采用双效精馏,中压有机溶剂精馏塔塔顶冷凝负荷与低压有机溶剂精馏塔塔釜再沸器热负荷相匹配,实现热耦合精馏;高压废水汽提塔的塔顶蒸汽用于加热中压有机溶剂精馏塔塔釜再沸器,实现了己内酰胺有机萃取剂的超低能耗回收;大幅度降低了己内酰胺的生产成本。

Description

一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置
技术领域
[0001] 本实用新型属于精馏技术领域,特别是涉及一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取 剂的装置。
背景技术
[0002] 已内酰氨装置中,环己酮肟制备工段,反应液经溶剂回收、萃取、洗涤回收反应溶 剂后的环己酮肟水溶液经萃取、洗涤后产生的废水进入废水汽提塔,汽提塔釜得到满足要 求的废水后送入废水处理站,顶部出料经分相后分出有机相,水相回流至进料继续蒸馏,该 废水汽提塔由于水量及循环量大,能耗高,且塔釜废水指标不同,消耗的生蒸汽量不同。
[0003] 粗己内酰胺精制工段,为提纯己内酰胺需要用有机萃取剂对己内酰胺进行萃取, 再用水对有机萃取剂中的己内酰胺进行反萃。萃取过程中,由于副产物在有机萃取剂中的 累积,必须对有机萃取剂进行再生。目前,有机萃取剂再生全部采用蒸馏的方法,将有机萃 取剂从塔顶蒸出来提纯,国内大都采用单塔蒸馏,能耗高,造成己内酰胺生产成本的增加。
[0004] 若能通过各种手段实现塔顶冷凝负荷和塔釜加热负荷消耗将至最小,实现生产过 程的节能降耗,降低生产成本,可以提高己内酰胺生产工艺的竞争优势,具有重大的意义。 实用新型内容
[0005] 本实用新型的目的是克服现有技术的不足,提供一种超低能耗回收己内酰胺有机 萃取剂的装置。
[0006] 本实用新型的第二个目的是提供第二种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装 置。
[0007] 本实用新型的技术方案概述如下:
[0008] -种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置,包括高压废水汽提塔1、中压有机 溶剂精馏塔2、低压有机溶剂精馏塔3、废水进料预热器4、有机溶剂进料预热器5、低压塔顶 冷凝器6、高压塔釜再沸器7、中压塔釜再沸器8、低压塔釜再沸器9、分相罐10、有机溶剂出料 冷却器11、高压塔顶辅助冷凝器12、第一栗14;废水进料罐区A通过管道依次与废水进料预 热器4和高压废水汽提塔1的上部连接,高压废水汽提塔1的顶部通过管道与高压塔顶辅助 冷凝器12连接后分两路,一路与中压塔釜再沸器8连接后再与分相罐10连接,另一路直接与 分相罐10连接;分相罐10的上部通过管道与废水有机溶剂罐区I连接;分相罐10的下部通过 管道与第一栗14连接后,与高压废水汽提塔1的上部连接;高压废水汽提塔1的底部通过管 道分别与高压塔釜再沸器7的底部和废水进料预热器4壳程入口连接;高压塔釜再沸器7的 顶部通过管道与高压废水汽提塔1的下部连接;废水进料预热器4壳程出口通过管道与废水 处理工段G连接;有机溶剂进料罐区C通过管道与有机溶剂进料预热器5连接后分两路,一路 与中压有机溶剂精馏塔2的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔3的上部连接,中压有 机溶剂精馏塔2的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器9、有机溶剂出料冷却器11连接后, 再与有机溶剂罐区L连接;中压有机溶剂精馏塔2的底部通过管道分别与中压塔釜再沸器8 的底部和低压有机溶剂精馏塔3的中部连接;中压塔釜再沸器8的顶部通过管道与中压有机 溶剂精馏塔2的下部连接;低压有机溶剂精馏塔3的顶部通过管道与有机溶剂进料预热器5 的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器5的壳程汽相出口通过管道与低压塔顶冷凝器6的壳 程入口连接,有机溶剂进料预热器5的壳程液相出口通过管道与有机溶剂罐区L连接;低压 塔顶冷凝器6的壳程出口通过管道与有机溶剂罐区L连接;低压有机溶剂精馏塔3的底部通 过管道分别与低压塔釜再沸器9的底部和有机溶剂重组分分离装置K连接,低压塔釜再沸器 9的顶部通过管道与低压有机溶剂精馏塔3的下部连接;有机溶剂出料冷却器11的壳程进口 通过管道与己内酰胺水溶液罐区D连接;有机溶剂出料冷却器11的壳程出口通过管道与己 内酰胺精制工段M连接;生蒸汽罐区B通过管道分别与高压塔釜再沸器7壳程入口、中压塔釜 再沸器8的壳程入口连接,高压塔釜再沸器7的壳程出口和中压塔釜再沸器8壳程出口分别 通过管道与生蒸汽冷凝液罐区H连接;循环冷却水罐区E通过管道与低压塔顶冷凝器6的管 程连接后,与循环水回水罐区F连接。
[0009]第二种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置,包括高压废水汽提塔21、中压 有机溶剂精馏塔22、低压有机溶剂精馏塔23、废水进料预热器24、有机溶剂进料预热器25、 低压塔顶冷凝器26、高压塔釜再沸器27、中压塔釜再沸器28、低压塔釜再沸器29、分相罐30、 有机溶剂出料冷却器31、高压塔顶辅助冷凝器32、第一栗34、第二栗33;废水进料罐区A2通 过管道依次与废水进料预热器24和高压废水汽提塔21的上部连接,高压废水汽提塔21的顶 部通过管道依次与高压塔顶辅助冷凝器32、中压塔釜再沸器28和分相罐30连接;分相罐30 的上部通过管道与废水有机溶剂罐区12连接;分相罐30的下部通过管道与第一栗34连接 后,与高压废水汽提塔21的上部连接;高压废水汽提塔21的底部通过管道分别与高压塔釜 再沸器27的底部和废水进料预热器24壳程入口连接;高压塔釜再沸器27的顶部通过管道与 高压废水汽提塔21的下部连接;废水进料预热器24壳程出口通过管道与废水处理工段G2连 接;有机溶剂进料罐区C2通过管道与有机溶剂进料预热器25连接后分两路,一路与中压有 机溶剂精馏塔22的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔23的上部连接,中压有机溶剂 精馏塔22的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器29、有机溶剂出料冷却器31连接后,再与 有机溶剂罐区L2连接;中压有机溶剂精馏塔22的底部通过管道分别与中压塔釜再沸器28的 底部和有机溶剂重组分分离装置K2连接;中压塔釜再沸器28的顶部通过管道与中压有机溶 剂精馏塔22的下部连接;低压有机溶剂精馏塔23的顶部通过管道与有机溶剂进料预热器25 的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器25的壳程汽相出口通过管道与低压塔顶冷凝器26的 壳程入口连接,有机溶剂进料预热器25的壳程液相出口通过管道与有机溶剂罐区L2连接; 低压塔顶冷凝器26的壳程出口通过管道与有机溶剂罐区L2连接;低压有机溶剂精馏塔23的 底部通过管道分别与低压塔釜再沸器29的底部和第二栗33连接,第二栗33通过管道与中压 有机溶剂精馏塔22的中部连接,低压塔釜再沸器29的顶部通过管道与低压有机溶剂精馏塔 23的下部连接;有机溶剂出料冷却器31的壳程进口通过管道与己内酰胺水溶液罐区D2连 接;有机溶剂出料冷却器31的壳程出口通过管道与己内酰胺精制工段M2连接;生蒸汽罐区 B2通过管道分别与高压塔釜再沸器27壳程入口、中压塔釜再沸器28的壳程入口和分相罐30 连接;高压塔釜再沸器27的壳程出口和中压塔釜再沸器28壳程出口分别通过管道与生蒸汽 冷凝液罐区H2连接;循环冷却水罐区E2通过管道与低压塔顶冷凝器26的管程连接后,与循 环水回水罐区F2连接。
[0010] 本实用新型的优点:
[0011] 1.有机萃取剂回收采用双效精馏,中压有机溶剂精馏塔塔顶冷凝负荷与低压有机 溶剂精馏塔塔釜再沸器热负荷相匹配,实现热耦合精馏。
[0012] 2.高压废水汽提塔的塔顶蒸汽用于加热中压有机溶剂精馏塔塔釜再沸器,实现了 己内酰胺有机萃取剂的超低能耗回收。
[0013] 3.通过对废水进料与高压废水汽提塔塔釜出料换热,有机溶剂进料与低压有机溶 剂精馏塔塔顶蒸汽换热,己内酰胺水溶液与中压有机溶剂精馏塔塔顶冷凝液出料换热,实 现了能量的充分回收利用。
附图说明
[0014] 图1为一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置示意图。
[0015] 图2为第二种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置示意图。
具体实施方式
[0016] 下面结合附图通过具体实施例对本实用新型作进一步详述,但以下实施例只是描 述性的,不是限定性的,不能以此限定本实用新型的保护范围。
[0017] -种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置(见图1),包括高压废水汽提塔1、 中压有机溶剂精馏塔2、低压有机溶剂精馏塔3、废水进料预热器4、有机溶剂进料预热器5、 低压塔顶冷凝器6、高压塔釜再沸器7、中压塔釜再沸器8、低压塔釜再沸器9、分相罐10、有机 溶剂出料冷却器11、高压塔顶辅助冷凝器12、第一栗14;废水进料罐区A通过管道依次与废 水进料预热器4和高压废水汽提塔1的上部连接,高压废水汽提塔1的顶部通过管道与高压 塔顶辅助冷凝器12连接后分两路,一路与中压塔釜再沸器8连接后再与分相罐10连接,另一 路直接与分相罐10连接;分相罐10的上部通过管道与废水有机溶剂罐区I连接;分相罐10的 下部通过管道与第一栗14连接后,与高压废水汽提塔1的上部连接;高压废水汽提塔1的底 部通过管道分别与高压塔釜再沸器7的底部和废水进料预热器4壳程入口连接;高压塔釜再 沸器7的顶部通过管道与高压废水汽提塔1的下部连接;废水进料预热器4壳程出口通过管 道与废水处理工段G连接;有机溶剂进料罐区C通过管道与有机溶剂进料预热器5连接后分 两路,一路与中压有机溶剂精馏塔2的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔3的上部连 接,中压有机溶剂精馏塔2的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器9、有机溶剂出料冷却器 11连接后,再与有机溶剂罐区L连接;中压有机溶剂精馏塔2的底部通过管道分别与中压塔 釜再沸器8的底部和低压有机溶剂精馏塔3的中部连接;中压塔釜再沸器8的顶部通过管道 与中压有机溶剂精馏塔2的下部连接;低压有机溶剂精馏塔3的顶部通过管道与有机溶剂进 料预热器5的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器5的壳程汽相出口通过管道与低压塔顶冷 凝器6的壳程入口连接,有机溶剂进料预热器5的壳程液相出口通过管道与有机溶剂罐区L 连接;低压塔顶冷凝器6的壳程出口通过管道与有机溶剂罐区L连接;低压有机溶剂精馏塔3 的底部通过管道分别与低压塔釜再沸器9的底部和有机溶剂重组分分离装置K连接,低压塔 釜再沸器9的顶部通过管道与低压有机溶剂精馏塔3的下部连接;有机溶剂出料冷却器11的 壳程进口通过管道与己内酰胺水溶液罐区D连接;有机溶剂出料冷却器11的壳程出口通过 管道与己内酰胺精制工段M连接;生蒸汽罐区B通过管道分别与高压塔釜再沸器7壳程入口、 中压塔釜再沸器8的壳程入口连接,高压塔釜再沸器7的壳程出口和中压塔釜再沸器8壳程 出口分别通过管道与生蒸汽冷凝液罐区H连接;循环冷却水罐区E通过管道与低压塔顶冷凝 器6的管程连接后,与循环水回水罐区F连接。
[0018]第二种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置(见图2)包括高压废水汽提塔 21、中压有机溶剂精馏塔22、低压有机溶剂精馏塔23、废水进料预热器24、有机溶剂进料预 热器25、低压塔顶冷凝器26、高压塔釜再沸器27、中压塔釜再沸器28、低压塔釜再沸器29、分 相罐30、有机溶剂出料冷却器31、高压塔顶辅助冷凝器32、第一栗34、第二栗33;废水进料罐 区A2通过管道依次与废水进料预热器24和高压废水汽提塔21的上部连接,高压废水汽提塔 21的顶部通过管道依次与高压塔顶辅助冷凝器32、中压塔釜再沸器28和分相罐30连接;分 相罐30的上部通过管道与废水有机溶剂罐区12连接;分相罐30的下部通过管道与第一栗34 连接后,与高压废水汽提塔21的上部连接;高压废水汽提塔21的底部通过管道分别与高压 塔釜再沸器27的底部和废水进料预热器24壳程入口连接;高压塔釜再沸器27的顶部通过管 道与高压废水汽提塔21的下部连接;废水进料预热器24壳程出口通过管道与废水处理工段 G2连接;有机溶剂进料罐区C2通过管道与有机溶剂进料预热器25连接后分两路,一路与中 压有机溶剂精馏塔22的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔23的上部连接,中压有机 溶剂精馏塔22的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器29、有机溶剂出料冷却器31连接后, 再与有机溶剂罐区L2连接;中压有机溶剂精馏塔22的底部通过管道分别与中压塔釜再沸器 28的底部和有机溶剂重组分分离装置K2连接;中压塔釜再沸器28的顶部通过管道与中压有 机溶剂精馏塔22的下部连接;低压有机溶剂精馏塔23的顶部通过管道与有机溶剂进料预热 器25的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器25的壳程汽相出口通过管道与低压塔顶冷凝器 26的壳程入口连接,有机溶剂进料预热器25的壳程液相出口通过管道与有机溶剂罐区L2连 接;低压塔顶冷凝器26的壳程出口通过管道与有机溶剂罐区L2连接;低压有机溶剂精馏塔 23的底部通过管道分别与低压塔釜再沸器29的底部和第二栗33连接,第二栗33通过管道与 中压有机溶剂精馏塔22的中部连接,低压塔釜再沸器29的顶部通过管道与低压有机溶剂精 馏塔23的下部连接;有机溶剂出料冷却器31的壳程进口通过管道与己内酰胺水溶液罐区D2 连接;有机溶剂出料冷却器31的壳程出口通过管道与己内酰胺精制工段M2连接;生蒸汽罐 区B2通过管道分别与高压塔釜再沸器27壳程入口、中压塔釜再沸器28的壳程入口和分相罐 30连接;高压塔釜再沸器27的壳程出口和中压塔釜再沸器28壳程出口分别通过管道与生蒸 汽冷凝液罐区H2连接;循环冷却水罐区E2通过管道与低压塔顶冷凝器26的管程连接后,与 循环水回水罐区F2连接。
[0019] 一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的方法,包括如下步骤:
[0020] a)使用上述第一种装置或第二种装置;
[0021 ] b)高压废水汽提塔的操作压力控制在绝压0.1~I.OMPaA,中压有机溶剂精馏塔操 作压力控制在绝压0.01~〇.8MPaA,低压有机溶剂精馏塔操作压力控制在绝压0.01~ 0.5MPaA,高压废水汽提塔塔顶蒸汽温度高于中压有机溶剂精馏塔塔釜釜液温度5~50°C; 中压有机溶剂精馏塔塔顶蒸汽温度高于低压有机溶剂精馏塔塔釜釜液温度5~50 °C;
[0022] c)高压废水汽提塔的塔顶蒸汽为中压有机溶剂精馏塔提供热源;
[0023] d)中压有机溶剂精馏塔的塔顶蒸汽为低压有机溶剂精馏塔提供热源;
[0024] e)高压废水汽提塔的废水进料与高压废水汽提塔塔釜出料进行换热,有机溶剂进 料与低压有机溶剂精馏塔的塔顶蒸汽换热,中压有机溶剂精馏塔的塔顶蒸汽凝液与己内酰 胺水溶液换热。
[0025] 实施例1
[0026] 采用第一种装置,工艺流程A的操作方法如下:
[0027] 来源于废水进料罐区A的废水原料通过废水进料预热器4预热后进入高压废水汽 提塔1进行汽提分离,高压废水汽提塔塔顶蒸汽经过高压塔顶辅助冷凝器12(该冷凝器不工 作),通入中压塔釜再沸器8,冷凝后通入分相罐10,分相罐10上部有机相采出至废水有机溶 剂罐区I,下部水相经第一栗14加压后进入高压废水汽提塔1;高压废水汽提塔1塔釜液相分 为两股,一股通过高压塔釜再沸器7蒸发后返回高压废水汽提塔1,另一股通过废水进料预 热器4与废水进料换热后排至废水处理工段G;来自有机溶剂进料罐区C的有机溶剂通过有 机溶剂进料预热器5后分别进入中压有机溶剂精馏塔2和低压有机溶剂精馏塔3中进行精 馏,中压有机溶剂精馏塔2的塔顶蒸汽作为低压有机溶剂精馏塔3的热源,经低压塔釜再沸 器9冷凝后再经过有机溶剂出料冷却器11与来源于己内酰胺水溶液罐区D的己内酰胺水溶 液换热后至有机溶剂罐区L;换热后的己内酰胺水溶液通入己内酰胺精制工段M;中压有机 溶剂精馏塔2塔釜液相分两股,一股通过中压塔釜再沸器8蒸发后返回中压有机溶剂精馏塔 2,另一股进入低压有机溶剂精馏塔3继续精馏;低压有机溶剂精馏塔3的塔顶蒸汽通过有机 溶剂进料预热器5与来源于有机溶剂进料罐区C的有机溶剂换热后再经低压塔顶冷凝器6冷 凝,冷凝液至有机溶剂罐区L;低压有机溶剂精馏塔3塔釜液相分两股,一股通过低压塔釜再 沸器9蒸发后返回低压有机溶剂精馏塔3,另一股进入有机溶剂重组分分离装置K;来源于循 环冷却水罐区E的循环冷却水作为低压塔顶冷凝器6冷源;冷却后通入循环水回水罐区F;来 源于生蒸汽罐区B的生蒸汽作为高压塔釜再沸器7的热源;换热后通入生蒸汽冷凝液罐区H; 中压有机溶剂精馏塔2与低压有机溶剂精馏塔3之间通过压差进料,无需通过栗进料。
[0028]对于山东某年产IOOkt的己内酰胺装置,废水原料的质量组成为:水含量99.9%, 甲苯含量〇. 0301 %,环己酮肟含量0.0184%,其它反应副产物含量0.0515%。
[0029]有机溶剂进料罐区C的有机萃取剂质量组成为:苯含量99.4%,水含量0.1 %,环己 酮含量〇. 1 %,环己醇含量〇. 1 %,苯胺含量〇. 1 %,其它反应副产物含量〇. 2%。
[0030] 高压废水汽提塔操作压力为0.24MPaA,塔顶温度126°C,塔釜温度126.8°C,塔理论 级数为15;中压有机溶剂精馏塔操作压力为0.22MPaA,塔顶温度107.4°C,塔釜温度109.2 °C,塔理论级数为8;低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度79.6°C,塔釜温度 87.3 °C,塔理论级数为8。
[0031] 经上述过程,各塔顶塔釜出料到达该厂处理要求。由于该工艺考虑了充分的热耦 合,各塔的负荷如表1(括号内为节省的加热或冷却热负荷):
[0032] 表 1 「orml
Figure CN205774201UD00081
[0034] 本实施例未耦合时,各塔总的加热负荷为11648KW,冷凝负荷为979IKW,总的热负 荷为21439KW;耦合后,各塔总的加热负荷为4500KW,冷凝负荷为2241KW,总的热负荷为 6741KW;加热负荷节能61.4%,冷凝负荷节能77.1 %,总的热负荷节能68.6%。
[0035] 本实施例的己内酰胺有机萃取剂的回收热负荷来源于高压废水汽提塔,通过加大 高压废水汽提塔的加热负荷使高压废水汽提塔塔顶冷凝负荷与己内酰胺有机萃取剂的回 收热负荷相匹配,实现了超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂。
[0036] 实施例2
[0037] 采用第二种装置,工艺流程B的操作方法如下:
[0038]来源于废水进料罐区A2的废水原料通过废水进料预热器24预热后进入高压废水 汽提塔21进行汽提分离,高压废水汽提塔塔顶蒸汽经过高压塔顶辅助冷凝器32(该冷凝器 不工作),通入中压塔釜再沸器28,冷凝后通入分相罐30,分相罐30上部有机相采出至废水 废水有机溶剂罐区12,下部水相经第一栗34加压后进入高压废水汽提塔21;高压废水汽提 塔21塔釜液相分为两股,一股通过高压塔釜再沸器27蒸发后返回高压废水汽提塔21,另一 股通过废水进料预热器24与废水进料换热后排至废水处理工段G2;来自有机溶剂进料罐区 C2的有机溶剂通过有机溶剂进料预热器5后分别进入中压有机溶剂精馏塔22和低压有机溶 剂精馏塔23中进行精馏,中压有机溶剂精馏塔22的塔顶蒸汽作为低压有机溶剂精馏塔23的 热源,经低压塔釜再沸器29冷凝后再经过有机溶剂出料冷却器31与来源于己内酰胺水溶液 罐区D2的己内酰胺水溶液换热后至有机溶剂罐区L2;换热后的己内酰胺水溶液通入己内酰 胺精制工段M2;中压有机溶剂精馏塔22塔釜液相分两股,一股通过中压塔釜再沸器28蒸发 后返回中压有机溶剂精馏塔22,另一股进入有机溶剂重组分分离装置K2;低压有机溶剂精 馏塔23的塔顶蒸汽通过有机溶剂进料预热器25与来源于有机溶剂进料罐区C2的有机溶剂 预热后再经低压塔顶冷凝器26冷凝,冷凝液至有机溶剂罐区L2;低压有机溶剂精馏塔23塔 釜液相分两股,一股通过低压塔釜再沸器29蒸发后返回低压有机溶剂精馏塔23,另一股经 第二栗33加压后进入中压有机溶剂精馏塔22;来源于循环冷却水罐区E2的循环冷却水作为 低压塔顶冷凝器26冷源;冷却后通入循环水回水罐区F2;来源于生蒸汽罐区B2的生蒸汽作 为高压塔釜再沸器27的热源;换热后通入生蒸汽冷凝液罐区H2。
[0039]对于山东某年产100kt/a的己内酰胺装置,废水原料的组成为:水含量99.9%,甲 苯含量0.0301 %,环己酮肟含量0.0184%,其它反应副产物含量0.0515%。
[0040]有机溶剂进料罐区C的有机萃取剂质量组成为:苯含量99.4%,水含量0.1 %,环己 酮含量〇. 1 %,环己醇含量〇. 1 %,苯胺含量〇. 1 %,其它反应副产物含量〇. 2%。
[0041 ]高压废水汽提塔操作压力为0.3MPaA,塔顶温度133.6°C,塔釜温度134.2°C,塔理 论级数为15;中压有机溶剂精馏塔操作压力为0.22MPaA,塔顶温度103.8°C,塔釜温度112.2 °C,塔理论级数为8;低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度79.6°C,塔釜温度 87.3 °C,塔理论级数为8。
[0042]经上述过程,各塔顶塔釜出料到达该厂处理要求。由于该工艺考虑了充分的热耦 合,各塔的负荷如表2(括号内为节省的加热或冷却热负荷):
[0043] 表 2
[0044]
Figure CN205774201UD00091
Figure CN205774201UD00101
[0045] 本实施例未耦合时,各塔总的加热负荷为11473KW,冷凝负荷为9653KW,总的热负 荷为21126KW;耦合后,各塔总的加热负荷为4250KW,冷凝负荷为2206KW,总的热负荷为 6456KW;加热负荷节能63%,冷凝负荷节能77.1 %,总的热负荷节能69.4%。
[0046] 本实施例的己内酰胺有机萃取剂的回收热负荷来源于高压废水汽提塔,通过加大 高压废水汽提塔的加热负荷使高压废水汽提塔塔顶冷凝负荷与己内酰胺有机萃取剂的回 收热负荷相匹配,实现了超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂。
[0047] 实施例3
[0048] 采用第一种装置,工艺流程A(为什么是两个A)的操作方法如下:
[0049] 来源于废水进料罐区A的废水原料通过废水进料预热器4预热后进入高压废水汽 提塔1进行汽提分离,高压废水汽提塔塔顶蒸汽经过高压塔顶辅助冷凝器12,冷凝后通入分 相罐10,分相罐10上部有机相采出至废水有机溶剂罐区I,下部水相经第一栗14加压后进入 高压废水汽提塔1;高压废水汽提塔1塔釜液相分为两股,一股通过高压塔釜再沸器7蒸发后 返回高压废水汽提塔1,另一股通过废水进料预热器4与废水进料换热后排至废水处理工段 G;来自有机溶剂进料罐区C的有机溶剂通过有机溶剂进料预热器5后分别进入中压有机溶 剂精馏塔2和低压有机溶剂精馏塔3中进行精馏,中压有机溶剂精馏塔2的塔顶蒸汽作为低 压有机溶剂精馏塔3的热源,经低压塔釜再沸器9冷凝后再经过有机溶剂出料冷却器11与来 源于己内酰胺水溶液罐区D的己内酰胺水溶液换热后至有机溶剂罐区L;换热后的己内酰胺 水溶液通入己内酰胺精制工段M;中压有机溶剂精馏塔2塔釜液相分两股,一股通过中压塔 釜再沸器8蒸发后返回中压有机溶剂精馏塔2,另一股进入低压有机溶剂精馏塔3继续精馏; 低压有机溶剂精馏塔3的塔顶蒸汽通过有机溶剂进料预热器5与来源于有机溶剂进料罐区C 的有机溶剂预热后再经低压塔顶冷凝器6冷凝,冷凝液至有机溶剂罐区L;低压有机溶剂精 馏塔3塔釜液相分两股,一股通过低压塔釜再沸器9蒸发后返回低压有机溶剂精馏塔3,另一 股进入有机溶剂重组分分离装置K;来源于循环冷却水罐区E的循环冷却水作为低压塔顶冷 凝器6冷源;冷却后通入循环水回水罐区F;来源于生蒸汽罐区B的生蒸汽作为高压塔釜再沸 器7和中压塔釜再沸器8的热源,换热后通入生蒸汽冷凝液罐区H;中压有机溶剂精馏塔2与 低压有机溶剂精馏塔之间通过压差进料,无需通过栗进料。
[0050] 对于山东某年产IOOkt的己内酰胺装置,废水原料的质量组成为:水含量99.9%, 甲苯含量〇. 0301 %,环己酮肟含量0.0184%,其它反应副产物含量0.0515%。
[00511有机溶剂进料罐区C的有机萃取剂质量组成为:苯含量99.4%,水含量0.1 %,环己 酮含量0. 1 %,环己醇含量0. 1 %,苯胺含量0. 1 %,其它反应副产物含量0. 2%。
[0052]高压废水汽提塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度91.5°C,塔釜温度97.1°C,塔理论 级数为15;中压有机溶剂精馏塔操作压力为0.22MPaA,塔顶温度107.4°C,塔釜温度109.2 °C,塔理论级数为8;低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度79.6°C,塔釜温度 87.3 °C,塔理论级数为8。
[0053]经上述过程,各塔顶塔釜出料到达该厂处理要求。由于该工艺考虑了充分的热耦 合,各塔的负荷如表3(括号内为节省的加热或冷却热负荷):
[0054] 表 3
[0055]
Figure CN205774201UD00111
[0056]本实施例的尚压废水汽提塔与有机溶剂精馈塔单独运彳丁,有机溶剂精馈塔米用尚 低压双效精馏,未耦合时,其各塔总的加热负荷为7148KW,冷凝负荷为5574KW,总的热负荷 为12722KW;耦合后,各塔总的加热负荷为401IKW,冷凝负荷为224IKW,总的热负荷为 6252KW;加热负荷节能43.9%,冷凝负荷节能64.2%,总的热负荷节能50.9%。
[0057] 本实施例未进行完全耦合,只对有机溶剂精馏塔进行了双效耦合精馏,显著节省 了有机溶剂回收的能耗,该系统具有操作灵活,自由度大,易于操作的优点。
[0058] 实施例4
[0059] 采用第二种装置,工艺流程B的操作方法如下:
[0060] 来源于废水进料罐区A2的废水原料通过废水进料预热器24预热后进入高压废水 汽提塔21进行汽提分离,高压废水汽提塔塔顶蒸汽经过高压塔顶辅助冷凝器32,冷凝后通 入分相罐30,分相罐30上部有机相采出至废水废水有机溶剂罐区12,下部水相经第一栗34 加压后进入高压废水汽提塔21;高压废水汽提塔21塔釜液相分为两股,一股通过高压塔釜 再沸器27蒸发后返回高压废水汽提塔21,另一股通过废水进料预热器24与废水进料换热后 排至废水处理工段G2;来自有机溶剂进料罐区C2的有机溶剂通过有机溶剂进料预热器5后 分别进入中压有机溶剂精馏塔22和低压有机溶剂精馏塔23中进行精馏,中压有机溶剂精馏 塔22的塔顶蒸汽作为低压有机溶剂精馏塔23的热源,经低压塔釜再沸器29冷凝后再经过有 机溶剂出料冷却器31与来源于己内酰胺水溶液罐区D2的己内酰胺水溶液换热后至有机溶 剂罐区L2;换热后的己内酰胺水溶液通入己内酰胺精制工段M2;中压有机溶剂精馏塔22塔 釜液相分两股,一股通过中压塔釜再沸器28蒸发后返回中压有机溶剂精馏塔22,另一股进 入有机溶剂重组分分离装置K2;低压有机溶剂精馏塔23的塔顶蒸汽通过有机溶剂进料预热 器25与来源于有机溶剂进料罐区C2的有机溶剂预热后再经低压塔顶冷凝器26冷凝,冷凝液 至有机溶剂罐区L2;低压有机溶剂精馏塔23塔釜液相分两股,一股通过低压塔釜再沸器29 蒸发后返回低压有机溶剂精馏塔23,另一股经第二栗33加压后进入中压有机溶剂精馏塔 22;来源于循环冷却水罐区E2的循环冷却水作为低压塔顶冷凝器26冷源;冷却后通入循环 水回水罐区F2;来源于生蒸汽罐区B2的生蒸汽作为高压塔釜再沸器27和中压塔釜再沸器28 的热源,换热后通入生蒸汽冷凝液罐区H2。
[00611对于山东某年产l00kt/a的己内酰胺装置,废水原料的组成为:水含量99.9%,甲 苯含量0.0301 %,环己酮肟含量0.0184%,其它反应副产物含量0.0515%。
[0062]有机溶剂进料罐区C的有机萃取剂质量组成为:苯含量99.4%,水含量0.1 %,环己 酮含量〇. 1 %,环己醇含量〇. 1 %,苯胺含量〇. 1 %,其它反应副产物含量〇. 2%。
[0063]高压废水汽提塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度91.5°C,塔釜温度97.1°C,塔理论 级数为15;中压有机溶剂精馏塔操作压力为0.22MPaA,塔顶温度103.8°C,塔釜温度112.2 °C,塔理论级数为8;低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1 MPaA,塔顶温度79.6°C,塔釜温度 87.3 °C,塔理论级数为8。
[0064]经上述过程,各塔顶塔釜出料到达该厂处理要求。由于该工艺考虑了充分的热耦 合,各塔的负荷如表4(括号内为节省的加热或冷却热负荷):
[0065]表 4 「00661
Figure CN205774201UD00121
[0067]本实施例的尚压废水汽提塔与有机溶剂精馈塔单独运彳丁,有机溶剂精馈塔米用尚 低压双效精馏,未耦合时,其各塔总的加热负荷为7023KW,冷凝负荷为5603KW,总的热负荷 为12616KW;耦合后,各塔总的加热负荷为3812KW,冷凝负荷为2206KW,总的热负荷为 6018KW;加热负荷节能45.7%,冷凝负荷节能60.6%,总的热负荷节能52.3%。
[0068]本实施例未进行完全耦合,只对有机溶剂精馏塔进行了双效耦合精馏,显著节省 了有机溶剂回收的能耗,该系统具有操作灵活,自由度大,易于操作的优点。
[0069]本实用新型提出的超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的方法及装置,已通过较佳 的实施例子进行了描述,相关技术人员能明显在不脱离本实用新型内容、精神和范围内对 本文所述方法及装置进行改动或适当变更组合来实现本实用新型技术。特别需要指出的 是,所有相类似的替换或改动对本领域的技术人员是显而易见的,都会被视为包在本实用 新型精神、范围和内容中。

Claims (2)

1. 一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置,包括高压废水汽提塔(1)、中压有机 溶剂精馏塔(2)、低压有机溶剂精馏塔(3)、废水进料预热器(4)、有机溶剂进料预热器(5)、 低压塔顶冷凝器(6)、高压塔釜再沸器(7)、中压塔釜再沸器(8)、低压塔釜再沸器(9)、分相 罐(10)、有机溶剂出料冷却器(11)、高压塔顶辅助冷凝器(12)、第一栗(14);其特征是:废水 进料罐区(A)通过管道依次与废水进料预热器(4)和高压废水汽提塔(1)的上部连接,高压 废水汽提塔(1)的顶部通过管道与高压塔顶辅助冷凝器(12)连接后分两路,一路与中压塔 釜再沸器(8)连接后再与分相罐(10)连接,另一路直接与分相罐(10)连接;分相罐(10)的上 部通过管道与废水有机溶剂罐区(I)连接;分相罐(10)的下部通过管道与第一栗(14)连接 后,与高压废水汽提塔(1)的上部连接;高压废水汽提塔(1)的底部通过管道分别与高压塔 釜再沸器(7)的底部和废水进料预热器(4)壳程入口连接;高压塔釜再沸器(7)的顶部通过 管道与高压废水汽提塔(1)的下部连接;废水进料预热器(4)壳程出口通过管道与废水处理 工段(G)连接;有机溶剂进料罐区(C)通过管道与有机溶剂进料预热器(5)连接后分两路,一 路与中压有机溶剂精馏塔(2)的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔(3)的上部连接, 中压有机溶剂精馏塔(2)的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器(9)、有机溶剂出料冷却器 (11)连接后,再与有机溶剂罐区(L)连接;中压有机溶剂精馏塔(2)的底部通过管道分别与 中压塔釜再沸器(8)的底部和低压有机溶剂精馏塔(3)的中部连接;中压塔釜再沸器(8)的 顶部通过管道与中压有机溶剂精馏塔(2)的下部连接;低压有机溶剂精馏塔(3)的顶部通过 管道与有机溶剂进料预热器(5)的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器(5)的壳程汽相出口 通过管道与低压塔顶冷凝器(6)的壳程入口连接,有机溶剂进料预热器(5)的壳程液相出口 通过管道与有机溶剂罐区(L)连接;低压塔顶冷凝器(6)的壳程出口通过管道与有机溶剂罐 区(L)连接;低压有机溶剂精馏塔(3)的底部通过管道分别与低压塔釜再沸器(9)的底部和 有机溶剂重组分分离装置(K)连接,低压塔釜再沸器(9)的顶部通过管道与低压有机溶剂精 馏塔(3)的下部连接;有机溶剂出料冷却器(11)的壳程进口通过管道与己内酰胺水溶液罐 区(D)连接;有机溶剂出料冷却器(11)的壳程出口通过管道与己内酰胺精制工段(M)连接; 生蒸汽罐区(B)通过管道分别与高压塔釜再沸器(7)壳程入口、中压塔釜再沸器(8)的壳程 入口连接,高压塔釜再沸器(7)的壳程出口和中压塔釜再沸器(8)壳程出口分别通过管道与 生蒸汽冷凝液罐区(H)连接;循环冷却水罐区(E)通过管道与低压塔顶冷凝器(6)的管程连 接后,与循环水回水罐区(F)连接。
2. -种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置,包括高压废水汽提塔(21)、中压有 机溶剂精馏塔(22)、低压有机溶剂精馏塔(23)、废水进料预热器(24)、有机溶剂进料预热器 (25)、低压塔顶冷凝器(26)、高压塔釜再沸器(27)、中压塔釜再沸器(28)、低压塔釜再沸器 (29)、分相罐(30)、有机溶剂出料冷却器(31)、高压塔顶辅助冷凝器(32)、第一栗(34)、第二 栗(33);其特征是:废水进料罐区(A2)通过管道依次与废水进料预热器(24)和高压废水汽 提塔(21)的上部连接,高压废水汽提塔(21)的顶部通过管道依次与高压塔顶辅助冷凝器 (32)、中压塔釜再沸器(28)和分相罐(30)连接;分相罐(30)的上部通过管道与废水有机溶 剂罐区(12)连接;分相罐(30)的下部通过管道与第一栗(34)连接后,与高压废水汽提塔 (21)的上部连接;高压废水汽提塔(21)的底部通过管道分别与高压塔釜再沸器(27)的底部 和废水进料预热器(24)壳程入口连接;高压塔釜再沸器(27)的顶部通过管道与高压废水汽 提塔(21)的下部连接;废水进料预热器(24)壳程出口通过管道与废水处理工段(G2)连接; 有机溶剂进料罐区(C2)通过管道与有机溶剂进料预热器(25)连接后分两路,一路与中压有 机溶剂精馏塔(22)的上部连接,另一路与低压有机溶剂精馏塔(23)的上部连接,中压有机 溶剂精馏塔(22)的顶部通过管道依次与低压塔釜再沸器(29)、有机溶剂出料冷却器(31)连 接后,再与有机溶剂罐区(L2)连接;中压有机溶剂精馏塔(22)的底部通过管道分别与中压 塔釜再沸器(28)的底部和有机溶剂重组分分离装置(K2)连接;中压塔釜再沸器(28)的顶部 通过管道与中压有机溶剂精馏塔(22)的下部连接;低压有机溶剂精馏塔(23)的顶部通过管 道与有机溶剂进料预热器(25)的壳程入口连接;有机溶剂进料预热器(25)的壳程汽相出口 通过管道与低压塔顶冷凝器(26)的壳程入口连接,有机溶剂进料预热器(25)的壳程液相出 口通过管道与有机溶剂罐区(L2)连接;低压塔顶冷凝器(26)的壳程出口通过管道与有机溶 剂罐区(L2)连接;低压有机溶剂精馏塔(23)的底部通过管道分别与低压塔釜再沸器(29)的 底部和第二栗(33)连接,第二栗(33)通过管道与中压有机溶剂精馏塔(22)的中部连接,低 压塔釜再沸器(29)的顶部通过管道与低压有机溶剂精馏塔(23)的下部连接;有机溶剂出料 冷却器(31)的壳程进口通过管道与己内酰胺水溶液罐区(D2)连接;有机溶剂出料冷却器 (31)的壳程出口通过管道与己内酰胺精制工段(M2)连接;生蒸汽罐区(B2)通过管道分别与 高压塔釜再沸器(27)壳程入口、中压塔釜再沸器(28)的壳程入口和分相罐(30)连接;高压 塔釜再沸器(27)的壳程出口和中压塔釜再沸器(28)壳程出口分别通过管道与生蒸汽冷凝 液罐区(H2)连接;循环冷却水罐区(E2)通过管道与低压塔顶冷凝器(26)的管程连接后,与 循环水回水罐区(F2)连接。
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