CN210765084U - 一种草甘膦的非均相连续酸解装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型提供了一种草甘膦的非均相连续酸解装置。合成液缓冲罐经合成液进料泵与酸解反应器连接，氯化氢气柜经氯化氢进气压缩机与酸解反应器连接；酸解反应器与循环气旋风分离器连接，循环气旋风分离器与一级循环冷凝器连接，一级循环冷凝器与一级循环罐连接，一级循环罐与二级循环冷凝器连接，二级循环冷凝器与二级循环罐连接，二级循环罐经循环气柜压缩机与酸解反应器连接；酸解反应器与循环氮气管线汇合后连接至下游脱溶装置。采用本实用新型的装置不引入任何水溶液到酸解系统中，直接在酸解工序避免了草甘膦母液废水和甲醇废水的产生，不仅降低了草甘膦的环保处理成本、降低了各种损失和消耗，同时还提高了氯甲烷这一极具经济价值的副产物的产量，环保和经济效益十分显著。

Description

一种草甘膦的非均相连续酸解装置

技术领域

本实用新型属于甘氨酸法草甘膦生产技术领域，具体为非均相连续酸解法应用于草甘膦合成过程中酸解工序的装置。

背景技术

草甘膦又称农达，是一种非选择性内吸传导型茎叶除草剂。目前草甘膦主流生产方法有两种，一种是以亚氨基二乙酸(IDA)为原料的生产方法，另一种是以甘氨酸、亚磷酸烷基酯为原料的生产方法。在我国，甘氨酸-烷基酯法合成草甘膦工艺占据主导地位，其具体流程为：以三乙胺作催化剂，多聚甲醛在溶剂甲醇中解聚生成半缩醛，与甘氨酸进一步进行反应后再与亚磷酸二甲酯进行酯化生成有机膦中间体，随后合成液再与盐酸混合、酸解(水解)、脱溶、脱酸、结晶、分离、烘干得到固体草甘膦。因此，不断完善烷基酯法草甘膦生产工艺对于我国而言有着极强的现实意义。本实用新型也正是在节能降耗减排、生态绿色发展这一背景下进行试验开发的成果。

传统的盐酸酸解法应用于草甘膦合成的工艺流程为：将亚磷酸二甲酯与甘氨酸、多聚甲醛、三乙胺(液体催化剂)、甲醇(液体溶剂)反应生成的合成液与25％～35％的盐酸(氯化氢的水溶液)搅拌混合进行酸解反应。由于盐酸中带入了大量的水到该反应中，合成液中的有机膦中间体的甲氧基在与氯化氢发生酸解反应的同时，水也与有机膦中间体的甲氧基发生水解反应，因此，该酸解过程同时也是一个水解过程，主要的反应如下：

该方法的优点在于：一是使用的工业盐酸(25％～35％)较易获得，且价格便宜。二是采用液相间歇釜式反应，过程控制简单。

但是，该方法的所带来的问题也极为明显：由于25％～35％盐酸溶液的引入，多达65％～75％的水被动的引入到合成反应体系中。这些被动引入的水一部分在脱溶剂工序随甲醇一起被蒸发，进入到溶剂回收系统并最终以甲醇废水的形式进入污处站；另一部分随液相进入到结晶工序并最终进入到草甘膦母液中。在该工艺过程中，盐酸带入的水折合2.1t/t左右(即：每吨草甘膦产生废水中有约2.1吨的水是盐酸带入系统)，占废液(甲醇回收废水和母液)总量的20％左右，占废液中总水量的40％左右。

在酸解过程中所产生的这些废水，又会带来如下的问题。首先，由于酸解过程要在一个较低pH值下进行，在后续结晶过程中，需要投入当量的碱液中和过量的盐酸以保证草甘膦尽可能的从溶液中析出，从而导致最终产生的草甘膦母液盐含量较高，同时还含有溶解的草甘膦、增甘膦、三乙胺盐等有生物毒性的有机物，进而导致无法直接进行生化处理，而需要高级氧化、蒸发结晶、精馏、焚烧等高成本、复杂的处理方法。因此，如何低成本的处理排放量大、高含盐、高含生物毒性有机物、高含有机氮的草甘膦母液废水成为甘氨酸法生产草甘膦企业的环保技术瓶颈。其次，因为引入了大量的水，在后续脱溶剂过程中会产生大量的高含甲醇废水，需要进行甲醇回收，由于水的比热容及相变焓较高，在升温、蒸发、降温冷凝、精馏分离、焚烧等处理过程中的能耗都很高。第三，由于合成过程产生的甲醇废水和母液废水等工艺废水量大，使得带料、产品溶解损失大。第四，由于水的引入，同时带来水与有机膦中间体的甲氧基发生水解反应，约有一半的甲氧基被转化为甲醇，仅约一半的甲氧基与氯化氢反应被转化为氯甲烷，而氯甲烷能作为有机硅等产业重要的化工原料，甲醇仅是一种常见的有机溶剂，因此甲氧基团的原子经济效益被大打折扣。第五，由于需要碱液中和，产品中钠离子含量相对较高，当需要生产低钠高纯等级的草甘膦产品时，就只能采用高纯软水反复洗涤产品的办法，溶解损失增大，从而导致了草甘膦总收率降低，水耗增大，废水量增大。

从工程的角度，由于酸解过程引入了高浓度的盐酸，酸解系统需要考虑防酸腐蚀，需要一些耐酸材质的设备。同时，由于引入了大量的氯离子，在后续处理装置中，需要考虑高浓度氯离子腐蚀的问题，在湿式氧化草甘膦母液、蒸发结晶等装置的设备选材时需要考虑使用双相钢、钛材，甚至是锆材等特种合金设备，整个系统的设备投资十分巨大。另外，传统酸解工序采用间歇釜式工艺，反应器利用率低，返混严重，副反应产物多，单批次产量受限于反应釜大小，难以大规模放大。

综上，在传统甘氨酸法合成草甘膦的酸解工序中，由于盐酸的加入，带来了草甘膦母液、甲醇废水等环保难题，也增加了生产过程的物耗和能耗。因此，通过创新生产工艺，从草甘膦合成生产工艺源头减少草甘膦母液、甲醇回收废液的产生，是草甘膦行业污染治理课题首要的研究方向，本工艺方案也是在此方向上进行的优化创新。

发明内容

针对上述技术问题，本实用新型提供了一种甘氨酸法生产草甘膦的非均相连续酸解装置。其目的在于采用一种全新的非均相连续酸解装置，替代传统工艺中采用的盐酸间歇式液相酸解(水解)所用的装置；使用本装置进行的本新工艺不引入含水液相溶液，不产生废水，无后续处理高含盐、高含生物毒性有机物、高含有机氮废水的环保难题，同时提高草甘膦收率；无水引入，不发生甲氧基的水解反应，增加氯甲烷产量，提高原子经济效益；在酸解反应过程中，直接利用酸解反应热使有机溶剂直接与草甘膦粉体分离，降低生产过程中的溶剂回收的能源消耗，同时不产生甲醇废水；提高设备利用率，提高单套系统产能，提升装置的规模效益；降低设备材质要求，降低固定资产投资。总体上达到高效合成、减排环保、降耗节能、降低成本、提高效益的目的。

本实用新型提供的甘氨酸法生产草甘膦的非均相连续酸解装置如下：合成液缓冲罐经合成液进料泵与酸解反应器连接，氯化氢气柜经氯化氢进气压缩机与酸解反应器连接；

酸解反应器与循环气旋风分离器连接，循环气旋风分离器与一级循环冷凝器连接，一级循环冷凝器与一级循环罐连接，一级循环罐与二级循环冷凝器连接，二级循环冷凝器与二级循环罐连接，二级循环罐经循环气柜压缩机与酸解反应器连接；

酸解反应器与循环氮气管线汇合后连接至下游脱溶装置。

循环气旋风分离器经管道连接至下游循环分离装置，下游循环分离装置与二级循环罐连接，二级循环罐经急冷循环泵与酸解反应器连接。

一级循环罐与二级循环罐连接，二级循环罐经急冷循环泵与酸解反应器连接。

酸解反应器与循环气旋风分离器连接，循环气旋风分离器与细粉再循环喷射器连接，细粉再循环喷射器与酸解反应器连接。

二级循环罐经循环气柜压缩机与细粉再循环喷射器连接，细粉再循环喷射器与酸解反应器连接。

来自上游合成工序的合成液管道与合成液缓冲罐相连，后与合成液进料泵相连，再与酸解反应器上部的合成液进料口相连，合成液被喷入到酸解反应器内进行酸解反应。

来自界外的氯化氢气体管道与氯化氢气柜相连，后与氯化氢进气压缩机相连，再与酸解反应器底部的循环气分布管相连，氯化氢气体被送入到酸解反应器内进行反应。

酸解反应器内产生的混合循环气从酸解反应器顶部管线出酸解反应器，混合循环气管线与旋风分离器相连。混合气中的细粉在旋风分离器内被沉降分离到旋风分离器底部，旋风分离器底部细粉出口再与细粉再循环喷射器相连，被分离的细粉由循环气引射返回到酸解反应器顶部，再参与反应过程。

分离细粉后的混合循环气从旋风分离器顶部管道出，分为两条支路管道。

其中一支混合循环气管道与第一循环冷凝器相连，被部分冷凝后，再与第一循环罐相连，分离出气液两相。第一循环罐的气相从顶部出，再与第二循环冷凝器相连，被部分冷凝后，再与第二循环罐相连，分离气液两相。第一循环罐的液相管道与第二循环罐下部相连，两罐内的液相混合后由急冷循环泵送回到酸解反应器内雾化，均与附着到草甘膦晶种表面，再参与反应过程。

另一支混合循环气管道连接到下游循环气分离工序，进行混合循环气净化。下游循环气分离工序产生的净化循环气管道连接到第二循环罐下部，与经两级冷凝分离产生的气相混合形成循环气从第二循环罐顶部出，循环气管道再与循环气压缩机相连。循环气压缩机出口管道分为两条支路，一条支路管道连接到前述的细粉再循环喷射器，另一支管道与酸解反应器底部的循环气分布总管相连，返回酸解反应器内，作为气相均匀分布，再参与反应过程。

反应产生的草甘膦粉体从酸解反应器底部出，由来自下游脱溶工序的循环氮气通过风力输送的方式送至下游脱溶工序。

采用上述的装置进行的甘氨酸法生产草甘膦的非均相连续酸解的工艺，具体包括如下步骤：

非均相连续酸解工艺是一个连续化、气-液-固三相化学反应过程。

所述连续化是指反应原料及循环物料由相应的机泵不间断、按比例、稳定的输送到酸解反应器内参与化学反应；反应产生的草甘膦粉体不间断、稳定的排出酸解反应器，并由循环氮气采用气力输送的方式输送到脱溶工序，输送气为来自脱溶工序的循环氮气，其中氮气体积百分含量大于85％。

所述的非均相是指在反应过程中同时出现气、液、固三相，酸解反应在相界面之间发生。

反应的主要原料是外界来的氯化氢气体、上游工序来的合成液，分别由氯化氢进气压缩机和合成液进料泵按比例输送至酸解反应器内进行反应。

所述外界来的氯化氢气体的纯度要求其中氯化氢的质量百分含量大于95％；外界来的氯化氢气体(换算为纯氯化氢的量)与上游工序来的合成液(换算为合成液中N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体的量)投加比例(摩尔比)在2～4.5：1之间。

反应过程中的循环物料有气、液、固三种，均由从酸解反应器出来的气相混合物分别经净化、两级冷凝及分离等过程分离出气、液、固相循环物料，再循环返回酸解反应器。

所述的气相循环物料一部分是酸解反应器出来的气相混合物经旋风分离、两级冷凝分离出的气体，一部分是酸解反应器出来的气相混合物经下游循环气分离工序净化后的循环净化气。两股循环气在第二循环罐混合后由循环气压缩机增压后，一部分直接输送返回到酸解反应器，一部分用作固相循环物料的输送动力。

所述的液相循环物料是酸解反应器出来的气相混合物经两级冷凝及分离出的液体，由急冷循环泵输送返回到酸解反应器。

所述的固相循环物料是酸解反应器出来的气相混合物经循环气旋风分离器分离出的固体，由一部分气相循环物料输送返回到酸解反应器。

酸解反应器内填充草甘膦粉体作为反应晶种，同时也是酸解反应半流态化的固相载体。

所述草甘膦晶种为纯度大于95％(质量百分比)的草甘膦粉体，平均粒径在0.05微米～900微米之间,草甘膦晶种的填充量为酸解反应器总容积的55％～80％。

酸解反应在酸解反应器内进行，该酸解反应器为一种水平卧式流化床反应器，反应器内置水平卧式机械搅拌用于搅拌分布反应器内的草甘膦晶种，反应器上部设有一个立式的沉降段用于初步分离排出反应器的混合循环气中的粗粉，反应器下部设有一组气相分布管用于均匀分布循环气及新鲜氯化氢气体。

所述酸解反应器的水平总长度与内部直径之比在5～30：1之间；内置的水平卧式机械搅拌为桨叶式；立式沉降段为圆台形，锥角在5°～30°之间，下圆台内部直径与反应器主体水平段内部直径之比在0.1～0.8：1之间，立式沉降段总高度在2.5m～10m之间。

草甘膦晶种在酸解反应器的机械搅拌以及循环气气相搅拌的双重搅拌作用下，通过控制机械搅拌的速度和循环气在反应器内的流速,使草甘膦晶种在反应器内流态化。

所述酸解反应器的机械搅拌速度控制在10rpm～50rpm，酸解反应器内气体流速控制在0.05m/s～0.5m/s。

含有机磷中间体的合成液以雾化的形式被连续喷入酸解反应器内，均匀附着到处于半流态化的草甘膦晶种表面，在草甘膦晶种表面发生气-固-液非均相酸解反应，新生成的草甘膦附着在晶种表面随晶种以固相的形式排出反应器，进入后续脱溶工序。在酸解反应器内发生的主要反应如下：

所述酸解反应器内的压力控制在30kPa(绝压)～210kPa(绝压)，温度控制在30℃～120℃。

由于酸解过程是一个放热过程，在反应过程中要及时移除反应热，保证反应正向进行。合成液及液相循环物料由雾化喷嘴喷入酸解反应器内，均匀的附着在草甘膦晶种表面，在晶种表面发生酸解反应的同时，反应释放出的热量使合成液中的溶剂及催化剂，循环物料中的溶剂、催化剂、低沸副产物等蒸发变为气态，与过量的氯化氢气体形成混合循环气排出反应器。混合循环气一部分进入后续循环气分离工序分离出甲醇、氯甲烷、三乙胺等后，再返回酸解工序再继续反应。另一部分混合循环气经两级冷凝分离出液相，液相循环返回酸解反应器内再次蒸发吸收酸解反应热，气相与自下游循环气分离工序来的净化循环气混合后再由循环气压缩机输送回酸解反应器再继续反应。

所述的反应过程移热是采用液相直接吸热蒸发的方式实现。反应热一部分由合成液进料吸热蒸发带走，一部分由液相循环物料进料吸热蒸发带走，最终在酸解反应器内与循环气形成混合循环气排出酸解反应器，同时反应热随混合循环气被带出酸解反应器。

优选的，上述中，去下游循环气分离工序的混合循环气与去两级冷凝的混合循环气的体积比控制在0.5～3：1。

所述经旋风分离、两级冷凝的气相混合物与去下游循环气分离工序净化的气相混合物的体积比为1：0.5-3；从循环气压缩机出口出来的循环气中的60％～85％的循环气返回到酸解反应器；15％～40％的循环气用作固相循环物料的输送动力。两股循环气在二级循环罐混合后输送返回到酸解反应器内部的气相流速为0.05m/s～0.5m/s。

采用本实用新型的技术方案中所述的合成液是指由甲醇、多聚甲醛(或其他甲醛源)、甘氨酸(或以氯乙酸为起点原料的其他原料/中间体)、亚磷酸二甲酯(或其他烷基磷酸酯)等物料为原材料，以三乙胺做催化剂，经解聚、缩合、酯化反应得到的主要成分为N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸等有机磷中间体(草甘膦前体)的混合溶液。

有益效果

相比传统的盐酸液相间歇酸解(水解)工艺，本装置采用了不含水的非均相连续酸解法，将产生如下有益效果：

1.相对传统工艺中会产生的高含盐、高含生物毒性有机物、高含有机氮的高难处理草甘膦结晶母液，在本新工艺中，草甘膦粉体在非均相酸解过程中直接结晶产生，不再需要经历酸溶液结晶、碱液中和的过程，从而在反应过程的源头直接避免了高难处理草甘膦结晶母液废水的产生，大幅降低环保压力。

2.相对传统工艺，采用本装置进行的新工艺中，上游工艺过程所使用的甲醇在非均相酸解反应过程直接蒸发，并与草甘膦粉体直接气固相分离，由于此非均相反应过程无水参加，在后续工序可以直接以甲醇的形式回收，在反应过程的源头直接避免了甲醇废水的产生，进一步降低了环保压力。

3.相对传统工艺，采用本装置进行的新工艺中，能使草甘膦母液减排1.7吨/吨草甘膦以上，甲醇废水减排2.5吨/吨草甘膦以上，合计直接减排废水4.2吨/吨草甘膦以上，折算到每吨草甘膦中减排废水所带来的成本降低为1100～1775元/吨草甘膦(当前草甘膦母液处理成本在200～300元/吨，甲醇废水处理成本在100～200元/吨)。草甘膦的生产成本大幅度降低，提高了产品的市场竞争力。

4.相对传统工艺，采用本装置进行的新工艺中，由于没有水的引入，不存在草甘膦的溶解损失，可提高草甘膦收率0.4％以上。随甲醇回收废水流失的甲醇也减少，甲醇消耗下降3.5公斤/吨草甘膦以上,生产成本进一步降低。

5.相对传统工艺，采用本装置进行的新工艺中，反应过程中没有水参加，不发生甲氧基的水解反应，将增加氯甲烷的产量，副产品氯甲烷的产量上升0.4吨/吨草甘膦左右(由0.55吨/吨草甘膦左右上升到0.95吨/吨草甘膦左右)，副产物资源得到更加合理高效的利用，副产物的经济效益进一步提升。

6.相对传统的间歇釜式工艺，采用本装置进行的新工艺为连续化过程，单位体积的反应器的产能更大，规模效益更加显著。

7.相对传统工艺，采用本装置进行的新工艺为无水环境，不存在酸性溶液腐蚀的问题，设备选材可以降低要求，降低了固定资产投资，从而降低了草甘膦的固定资产折旧成本，提高了产品的市场竞争力。

本实用新型采用的非均相连续反应(Heterogeneous Continuous reaction)又称“多相连续反应”，反应物是两相或两相以上的组分(固体和气体、固体和液体、两种互不混溶的液体)，或一种或多种反应物在界面上(如固体催化剂表面、晶种表面等)进行的化学反应的总称。这种反应方式的主要特点是化学反应在两相界面处发生，产物直接在相界面处产生并出现在一相中，而反应物及副产物留在了另一相中，反应过程同时也是产物与反应物、副产物的分离过程。产物以单相排出反应系统，同时对含有反应物、副产物的另一相进行二次分离，未反应的原料返回反应器循环继续参与反应，副产物被分离排出系统，从而提高了反应推动力，有利于反应的连续高效进行。同时由于采用连续化反应器，反应器返混程度相对间歇釜式反应器要低，更有利于反应的正向进行,副反应少，产品纯度更高。另外连续化反应器空速较间歇釜式反应器高，同等容积下的连续化反应器产能更大，更易于扩大规模，规模效益更加显著。

附图说明

图1为草甘膦的非均相连续酸解装置结构图，其中，1.合成液缓冲罐，2.合成液进料泵、3.酸解反应器、4.氯化氢气柜、5.氯化氢进气压缩机、6.循环气旋风分离器、7.细粉再循环喷射器、8.一级循环冷凝器、9.一级循环罐、10.二级循环冷凝器、11.二级循环罐、12.急冷循环泵、13.循环气压缩机，14.循环氮气管线。

具体实施方式

实施例1

一种草甘膦的非均相连续酸解装置，合成液缓冲罐1经合成液进料泵2与酸解反应器3连接，氯化氢气柜4经氯化氢进气压缩机5与酸解反应器3连接；

酸解反应器3与循环气旋风分离器6连接，循环气旋风分离器6与一级循环冷凝器8连接，一级循环冷凝器8与一级循环罐9连接，一级循环罐9与二级循环冷凝器10连接，二级循环冷凝器10与二级循环罐11连接，二级循环罐11经循环气柜压缩机13与酸解反应器3连接；

酸解反应器3与循环氮气管线14汇合后连接至下游脱溶装置。

循环气旋风分离器6经管道连接至下游循环分离装置，下游循环分离装置与二级循环罐11连接，二级循环罐11经急冷循环泵12与酸解反应器3连接。

一级循环罐9与二级循环罐11连接，二级循环罐11经急冷循环泵12与酸解反应器3连接。

酸解反应器3与循环气旋风分离器6连接，循环气旋风分离器6与细粉再循环喷射器7连接，细粉再循环喷射器7与酸解反应器3连接。

二级循环罐11经循环气柜压缩机13与细粉再循环喷射器7连接，细粉再循环喷射器7与酸解反应器3连接。

实施例2

在产能为5000吨/年草甘膦粉体生产装置的酸解工序中采用非均相连续酸解工艺，酸解反应器直径为1米，水平直边段长度为10米，立式沉降段的锥角为26°，下部圆台的直径为0.6米，立式沉降段高度为2.5米。向酸解反应器内填充9.5吨草甘膦粉体(纯度不低于95％,平均粒径50微米)。开启反应器的搅拌，搅拌速度控制在25rpm。

开启循环气压缩机，酸解反应器内出来的一部分气相混合物经旋风分离出的固相返回酸解反应器，气相经两级冷凝后的液相进入二级循环罐，再由急冷液循环泵送回至酸解反应器内，冷凝分离出来的气相与下游来的净化循环气在二级循环罐内混合后，再由循环气压缩机将80％vol的循环气直接返回到酸解反应器，20％vol的循环气用作旋风分离器底部分离出的固相循环物料的输送动力，循环气压缩机的出口总流量控制在2800Nm³/h。酸解反应器内出来的另一部分气相混合物直接去下游循环气分离工序，调节去下游循环气分离工序的混合循环气与去旋风分离、两级冷凝的混合循环气的体积比在2.35：1。

由合成液进料泵向酸解反应器内喷入组合成为：N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体48％wt、甲醇31％wt、半缩醛13％wt、其他杂质8％wt的合成液，控制合成液投加量在1.55t/h。同时开启氯化氢进气压缩机向酸解反应器内送入氯化氢气体，控制氯化氢(纯氯化氢计)与合成液(有机磷中间体计)投加比例(摩尔比)在2.04：1。急冷循环泵与二级循环罐液位联锁，控制二级循环罐液位在50％的位置，控制反应器内温度在70℃～80℃，酸解反应器内压力稳定在120kPa(绝压)左右。

注意观察酸解反应器内的料位高度，当反应器内料位高度达到反应器料位高度的85％位置时，打开酸解反应器的出料口，由循环氮气将草甘膦粉料送到下游脱溶工序。通过调节氯化氢进气量和合成液的进料量，以及酸解反应器出料的出料速度，维持反应器内的料位在85％的位置，从而开始连续的非均相酸解过程。

采用非均相连续酸解过程最终获得的草甘膦收率为74.5～75.5％之间，草甘膦纯度不低于97.5％。

实施例3

在产能为1万吨/年草甘膦粉体生产装置的酸解工序中采用非均相连续酸解工艺，酸解反应器直径为1.2米，水平直边段长度为12米，立式沉降段的锥角为24°，下部圆台的直径为0.75米，立式沉降段高度为2.8米。向酸解反应器内填充16.5吨草甘膦粉体(纯度不低于95％,平均粒径100微米)。开启反应器的搅拌，搅拌速度控制在22rpm。

开启循环气压缩机，酸解反应器内出来的一部分气相混合物经旋风分离出的固相返回酸解反应器，气相经两级冷凝后的液相进入二级循环罐，再由急冷液循环泵送回至酸解反应器内，冷凝分离出来的气相与下游来的净化循环气在二级循环罐内混合后，再由循环气压缩机将77％vol的循环气直接返回到酸解反应器,23％vol的循环气用作旋风分离器底部分离出的固相循环物料的输送动力，循环气压缩机的出口总流量控制在5000Nm3/h。酸解反应器内出来的另一部分气相混合物直接去下游循环气分离工序，调节去下游循环气分离工序的混合循环气与去旋风分离、两级冷凝的混合循环气的体积比在2.05：1。

由合成液进料泵向酸解反应器内喷入组合成为：N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体42％wt、甲醇35％wt、半缩醛17％wt、其他杂质6％wt的合成液，控制合成液投加量在4.25t/h之间。同时开启氯化氢进气压缩机向酸解反应器内送入氯化氢气体，控制氯化氢(纯氯化氢计)与合成液(有机磷中间体计)投加比例(摩尔比)在2.06：1。急冷循环泵与二级循环罐液位联锁，控制二级循环罐液位在50％的位置，控制反应器内温度在75℃～85℃，酸解反应器内压力稳定在109kPa(绝压)左右。

注意观察酸解反应器内的料位高度，当反应器内料位高度达到反应器料位高度的85％位置时，打开酸解反应器的出料口，由循环氮气将草甘膦粉料送到下游脱溶工序。通过调节氯化氢进气量和合成液的进料量，以及酸解反应器出料的出料速度，维持反应器内的料位在85％的位置,从而开始连续的非均相酸解过程。

采用非均相连续酸解过程最终获得的草甘膦收率为75.5～76.5％之间，草甘膦纯度不低于97.2％。

实施例4

在产能为5万吨/年草甘膦粉体生产装置的酸解工序中采用非均相连续酸解工艺，酸解反应器直径为1.6米，水平直边段长度为14米，立式沉降段的锥角为22°，下部圆台的直径为0.9米，立式沉降段高度为3.5米。向酸解反应器内填充34.5吨草甘膦粉体(纯度不低于95％,平均粒径200微米)。开启反应器的搅拌，搅拌速度控制在21rpm。

开启循环气压缩机，酸解反应器内出来的一部分气相混合物经旋风分离出的固相返回酸解反应器，气相经两级冷凝后的液相进入二级循环罐，再由急冷液循环泵送回至酸解反应器内，冷凝分离出来的气相与下游来的净化循环气在二级循环罐内混合后，再由循环气压缩机将75％vol的循环气直接返回到酸解反应器,25％vol的循环气用作旋风分离器底部分离出的固相循环物料的输送动力，循环气压缩机的出口总流量控制在8500Nm3/h。酸解反应器内出来的另一部分气相混合物直接去下游循环气分离工序，调节去下游循环气分离工序的混合循环气与去旋风分离、两级冷凝的混合循环气的体积比在1.85：1。

由合成液进料泵向酸解反应器内喷入组合成为：N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体39％wt、甲醇29％wt、半缩醛25％wt、其他杂质7％wt的合成液，控制合成液投加量在18.05t/h之间。同时开启氯化氢进气压缩机向酸解反应器内送入氯化氢气体，控制氯化氢(纯氯化氢计)与合成液(有机磷中间体计)投加比例(摩尔比)在2.02：1。急冷循环泵与二级循环罐液位联锁，控制二级循环罐液位在50％的位置，控制反应器内温度在78℃～84℃，酸解反应器内压力稳定在105kPa(绝压)左右。

注意观察酸解反应器内的料位高度，当反应器内料位高度达到反应器料位高度的85％位置时，打开酸解反应器的出料口，由循环氮气将草甘膦粉料送到下游脱溶工序。通过调节氯化氢进气量和合成液的进料量，以及酸解反应器出料的出料速度，维持反应器内的料位在85％的位置,从而开始连续的非均相酸解过程。

采用非均相连续酸解过程最终获得的草甘膦收率为75.5～76.5％之间，草甘膦纯度不低于96.3％。

实施例5

在产能为10万吨/年草甘膦粉体生产装置的酸解工序中采用非均相连续酸解工艺，酸解反应器直径为2米，水平直边段长度为16米，立式沉降段的锥角为20°，下部圆台的直径为1.2米，立式沉降段高度为4.3米。向酸解反应器内填充60.5吨草甘膦粉体(纯度不低于95％,平均粒径250微米)。开启反应器的搅拌，搅拌速度控制在18rpm。

开启循环气压缩机，酸解反应器内出来的一部分气相混合物经旋风分离出的固相返回酸解反应器，气相经两级冷凝后的液相进入二级循环罐，再由急冷液循环泵送回至酸解反应器内，冷凝分离出来的气相与下游来的净化循环气在二级循环罐内混合后，再由循环气压缩机将70％vol的循环气直接返回到酸解反应器,30％vol的循环气用作旋风分离器底部分离出的固相循环物料的输送动力，循环气压缩机的出口总流量控制在11500Nm3/h。酸解反应器内出来的另一部分气相混合物直接去下游循环气分离工序，调节去下游循环气分离工序的混合循环气与去旋风分离、两级冷凝的混合循环气的体积比在1.68：1。

由合成液进料泵向酸解反应器内喷入组合成为：N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体44％wt、甲醇31％wt、半缩醛21％wt、其他杂质4％wt的合成液，控制合成液投加量在40.55t/h之间。同时开启氯化氢进气压缩机向酸解反应器内送入氯化氢气体，控制氯化氢(纯氯化氢计)与合成液(有机磷中间体计)投加比例(摩尔比)在2.09：1。急冷循环泵与二级循环罐液位联锁，控制二级循环罐液位在50％的位置，控制反应器内温度在79℃～85℃，酸解反应器内压力稳定在115kPa(绝压)左右。

注意观察酸解反应器内的料位高度，当反应器内料位高度达到反应器料位高度的85％位置时，打开酸解反应器的出料口，由循环氮气将草甘膦粉料送到下游脱溶工序。通过调节氯化氢进气量和合成液的进料量，以及酸解反应器出料的出料速度，维持反应器内的料位在85％的位置,从而开始连续的非均相酸解过程。

采用非均相连续酸解过程最终获得的草甘膦收率为75～76％之间，草甘膦纯度不低于97.6％。

实施例6

在产能为30万吨/年草甘膦粉体的生产装置的酸解工序中采用非均相连续酸解工艺，酸解反应器直径为3米，水平直边段长度为22米，立式沉降段的锥角为18°，下部圆台的直径为1.55米，立式沉降段高度为5米。向酸解反应器内填充185吨草甘膦粉体(纯度不低于95％,平均粒径100微米)。开启反应器的搅拌，搅拌速度控制在14rpm。

开启循环气压缩机，酸解反应器内出来的一部分气相混合物经旋风分离出的固相返回酸解反应器，气相经两级冷凝后的液相进入二级循环罐，再由急冷液循环泵送回至酸解反应器内，冷凝分离出来的气相与下游来的净化循环气在二级循环罐内混合后，再由循环气压缩机将70％vol的循环气直接返回到酸解反应器,30％vol的循环气用作旋风分离器底部分离出的固相循环物料的输送动力，循环气压缩机的出口总流量控制在11500Nm3/h。酸解反应器内出来的另一部分气相混合物直接去下游循环气分离工序，调节去下游循环气分离工序的混合循环气与去旋风分离、两级冷凝的混合循环气的体积比在1：1。

由合成液进料泵向酸解反应器内喷入组合成为：N-甲氧基烷基酯甲基甘氨酸有机磷中间体40％wt、甲醇30％wt、半缩醛25％wt、其他杂质5％wt的合成液，控制合成液投加量在125t/h之间。同时开启氯化氢进气压缩机向酸解反应器内送入氯化氢气体，控制氯化氢(纯氯化氢计)与合成液(有机磷中间体计)投加比例(摩尔比)在3.15：1。急冷循环泵与二级循环罐液位联锁，控制二级循环罐液位在50％的位置，控制反应器内温度在75℃～80℃，酸解反应器内压力稳定在105kPa(绝压)左右。

注意观察酸解反应器内的料位高度，当反应器内料位高度达到反应器料位高度的85％位置时，打开酸解反应器的出料口，由循环氮气将草甘膦粉料送到下游脱溶工序。通过调节氯化氢进气量和合成液的进料量，以及酸解反应器出料的出料速度，维持反应器内的料位在85％的位置,从而开始连续的非均相酸解过程。

采用非均相连续酸解过程最终获得的草甘膦收率为76.5～77.5％之间，草甘膦纯度不低于97.3％。

Claims (5)

1.一种草甘膦的非均相连续酸解装置，其特征在于，合成液缓冲罐（1）经合成液进料泵（2）与酸解反应器（3）连接，氯化氢气柜（4）经氯化氢进气压缩机（5）与酸解反应器（3）连接；

酸解反应器（3）与循环气旋风分离器（6）连接，循环气旋风分离器（6）与一级循环冷凝器（8）连接，一级循环冷凝器（8）与一级循环罐（9）连接，一级循环罐（9）与二级循环冷凝器（10）连接，二级循环冷凝器（10）与二级循环罐（11）连接，二级循环罐（11）经循环气柜压缩机（13）与酸解反应器（3）连接；

酸解反应器（3）与循环氮气管线（14）汇合后连接至下游脱溶装置。

2.根据权利要求1所述的草甘膦的非均相连续酸解装置，其特征在于，循环气旋风分离器（6）经管道连接至下游循环分离装置，下游循环分离装置与二级循环罐（11）连接，二级循环罐（11）经急冷循环泵（12）与酸解反应器（3）连接。

3.根据权利要求2所述的草甘膦的非均相连续酸解装置，其特征在于，一级循环罐（9）与二级循环罐（11）连接，二级循环罐（11）经急冷循环泵（12）与酸解反应器（3）连接。

4.根据权利要求1所述的草甘膦的非均相连续酸解装置，其特征在于，酸解反应器（3）与循环气旋风分离器（6）连接，循环气旋风分离器（6）与细粉再循环喷射器（7）连接，细粉再循环喷射器（7）与酸解反应器（3）连接。

5.根据权利要求4所述的草甘膦的非均相连续酸解装置，其特征在于，二级循环罐（11）经循环气柜压缩机（13）与细粉再循环喷射器（7）连接，细粉再循环喷射器（7）与酸解反应器（3）连接。

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