专利名称：苯胺后处理系统及方法
技术领域：
本发明属于化工设备领域，特别涉及一种同时实现催化剂粉尘处理、降低苯胺中硝基苯 含量功能的设备与方法。
背景技术：
苯胺是一类非常重要的化工产品。随着聚氨酯在建筑业、汽车、电器及包装材料等领域 的广泛应用，聚氨酯的主要原料甲基二异氰酸酯(简称MDI,由苯胺制备而得)的产量迅速提 高，导致苯胺消费量的大幅度增加。目前苯胺主要用于MDI和橡胶助剂的生产，还可用于农药、 有机颜料和医药领域等，世界的年需求量约在400万吨左右。目前工业化生产苯胺的方法有三种，即硝基苯液相加氢法，硝基苯气相加氢法，苯酚氨 化法。苯酚氨化法强烈依赖于苯酚的来源，而硝基苯液相加氢法所用催化剂为铂或钯催化剂， 价格非常昂贵且由于颗粒微细，随液相流出反应器后，回收困难。直接影响整个苯胺生产的成本。所以大多数厂家均采用硝基苯气相加氢法制备苯胺。其基本过程是将硝基苯和氢气同 时加热汽化，通入流化床反应器，在金属负载型催化剂(大多数为铜基催化剂)的作用下， 在240-32(TC时生成苯胺。190-24(TC的反应气体出流化床反应器后，经多级换热器冷凝及苯 胺与水静置分层后，得到苯胺粗品(室温)。然后由外界供热进行苯胺与水的分馏，及苯胺 与硝基苯的精馏，得到高纯度的苯胺产品。制备苯胺用的铜基催化剂的强度不高，在苯胺流化床中长期磨损后会形成许多小于10微 米的颗粒。这部分颗粒超出了流化床中旋风分离器的捕集能力，被气流带到换热器中。当粗 苯胺在多级换热器中被逐渐冷却时，液体物料变粘。由于换热管的管径细且管道折弯多，催 化剂会在换热器中逐渐沉积。换热器的管道被逐渐堵塞，过程的阻力逐渐增加，使得输送气 体与硝基苯等的机械装置有可能高负荷运行或过载，电能消耗大量增加。严重时，4-5个月后 换热器基本完全堵塞，必须停车清理，影响正常生产。拆开清理换热器既费时又污染环境。 这种间歇操作、不环保的做法会随着苯胺装置的大型化，显得越发不经济、不利于过程连续化操作与环境保护。同时，目前技术的冷却方法，使苯胺与硝基苯同时被冷却而存在于有机 相中。如果前面的流化床工艺存在波动，则使后面的苯胺精制受到极大影响，不利于稳定操 作。发明内容为了克服现有技术的不足，本发明提出一种直接处理含苯胺、水、氢气、硝基苯及催化 剂颗粒的过热气体系统，使含固体细颗粒的热气流不经过换热器，而直接进入催化剂粉尘处 理与降低苯胺中硝基苯含量的装置中。在该装置中，固体粉尘被液体浇淋后在塔底排出。利用该技术可彻底解决苯胺反应器后面换热器被粉尘堵塞的问题，真正实现连续化操作。同时 设置分离区可以降低出该装置的气体中的硝基苯含量，增加后续系统的操作弹性。 本发明的技术方案如下1. 一种苯胺后处理系统(1)，其特征在于该系统包括(1) . 一个催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)，该装置包括(a) —个气体入口 (2a)，该入口 (2a)与装置(2)的筒壁相连。(b) —个设置在装置(2)下部的循环液体出口(2c)。 (2c)与装置(2)的筒壁相连。(c) 一个设置在气体入口(2a)上方的阻止颗粒向上运动的多层斜向挡板区(3);多层斜向 挡板区(3)与装置(2)的筒壁相连。(d) —个设置在多层斜向挡板区(3)上方的浮阀结构区(4)。浮阀结构区(4)与装置(2) 的筒壁相连。(e) —个设置在多层斜向挡板区(3)与浮阀结构区(4)之间的循环液体入口 (2d)。该入 口 (2d)与装置(2)的筒壁相连。(f) 一个设置在浮阀结构区(4)上方的气体与液体混合物的出口 (2e)。该入口 (2e) 与装置(2)的筒壁相连。(g) —个设置在浮阀结构区(4)上方的回流液入口(2f)。该入口 (2f)与装置(2)的筒 壁相连。(h) —个设置在装置(2)底部的含颗粒的液体的排出口 (2b)，该出口 (2b)与装置(2) 筒壁相连，并通过管道与沉降槽(5)相连。(2) —个用于收集固体粉尘的沉降槽(5);体管道相连的换热装置(6， 7);(4) 一个用于完全转化硝基苯的固定床(8);为了在保证过热气体中的水、苯胺及硝基苯等物质不凝结，使催化剂粉尘结块或变成糊 状物不易流动，本发明进入装置(2)的气体入口 (2a)的气体温度为190-240°C，绝对压力 为0.135-2 MPa，气体组成为氢气(50%-75%)，水(16%-32%),苯胺(8%_16%)与硝基苯及其他 少量含氮元素的物质(0.05%-1%)。固体颗粒在气体中的浓度为40-10000 mg/m3。为了保证多层斜向挡板区(3)的粉尘拦截效果，本发明在装置(2)底部预装入冷苯胺 液体，使进入装置(2)的过热气体先通入冷苯胺液体中。装入的苯胺液体的高度为装置(2) 直径的0.5-2倍。同时用外循环的苯胺液冷却向上流动经过多层斜向挡板区(3)的气体。为 了保证液体浇淋粉尘的效果，本发明将多层斜向挡板区(3)的高度设置为装置(2)直径的 0. 5-10倍。为了使出装置(2)的气体(或气液混合物)不含粉尘，本发明在多层斜向挡板区(3) 上方设置浮阀结构区(4)，进一步阻挡粉尘。为了保证浮阀阻挡粉尘的效果，以及使大部分 的硝基苯留在该装置(2)的底部，而不进入后续分离系统，该装置将浮阀结构区的高度为装 置(2)直径的0.5-5倍。同时把循环液的入口 (2d)设置在浮阀结构区(4)下方。为防止用于浇淋催化剂粉尘的循环苯胺液中的硝基苯含量升高，本发明将沉降槽(5)清 液(含硝基苯与苯胺)在固定床(8)中转化后，再打回装置(2)。为了保证大部分苯胺能够 打回装置(2)，本发明在固定床(8)上方设置一定的气液分离空间。同时为了降低能耗，本 发明强调外循环的换热器(6， 7)中苯胺与饱和水换热，产生0.3-0.5MPa蒸汽，可用于后序 废水中苯胺回收装置的塔釜液体加热。为了保证大部分硝基苯不进入后续分离工段，本发明由(2f)引入不含硝基苯的液体， 同时为了不增加后续分离的难度，该液体为苯胺与水的混合液或纯苯胺液体或 纯水。该苯胺 与水的混合液可由后续的废水中苯胺回收工段或苯胺脱水工段提供。为了保证浮阀结构区(4) 的分离效果，同时为了不大量增加后续分离液体量，该液体的温度为40-8(TC。同时，本发明还提供了一种利用上述系统的处理催化剂粉尘与净化苯胺产品的方法，其 特征在于该方法包括如下步骤1)将装置(2)的多层斜向挡板区(3)、浮阀结构区及各管口(2a-2f)等逐次相连。将装 置(2)的各管口与换热器(6,7)、沉降槽(5)和固定床(8)等设备逐一用管路相连，构成完整的苯胺后处理系统(2)。2) 向装置(2)灌入一定液位高度的苯胺(40°C)。然后将含苯胺、水、硝基苯、氢气及 催化剂化剂粉尘等的过热气体(190-240°C)由入口 (2a)引入装置(2)中。部分被气体携 带的粉尘被直接洗入液体。苯胺液体温度逐渐升高，当温度升高至130-160'C时，将液体经 出口 (2c)打出，进入换热器(6,7)。换热后温度降至40-80'C，然后从入口 (2d)返回装 置(2)。该液体自然向下流动，与上升的气体(含氢气，水与苯胺蒸汽)接触。粉尘被多层 斜向挡板区(3)的挡板和浮阀结构区(4)的浮阔阻挡，并被液体浇淋，下落返回装置(2) 底部液体区中。3) 由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在40-8(TC，与上升的气体 (含氢气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为100-120。C，其中硝基苯的含量降低90%-99%，由出口 (2e)出装置(2)。4) 由浮阀结构区(4)向下流动的含硝基苯液体与(2d)引入的循环液会合,流回至装置 (2)的底部。控制装置(2)的底部液中粉尘含量在4-8g/1。从塔底出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5)。5) 沉降槽(5)上方清液进入固定床(8)与氢气反应。将硝基苯转化至痕量(0-10mg/kg) ，由(2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤。6) 固定床(8)上方夹带有少量苯胺与水，痕量硝基苯的氢气与装置(2)出口 (2e)的 气体合并，进入后续工序。7) 粉尘与较重的焦油在适当时期由沉降槽(5)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。同时，针对该系统(1)出来的气体与以前技术的气体组成不同的特点，本发明还提出了 三种由系统(1)出来的气体得到合格苯胺(硝基苯含量小于0.5mg/kg)、合格废水(苯胺含 量小于50mg/kg)与合格氢气(苯胺小于0. 1%，用于循环)的方法(即不同的换热与分离流程):第一种方法将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先进入换热器冷却装置，将该气体冷却至30-4(TC，然后进入气液分离器，使氢气与液体分 开。氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢 系统。苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)通入苯胺脱水塔。控制脱水塔塔釜温度 与塔顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进 入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。将分层 器中独立的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜温度与塔顶回流，在塔釜得到苯 胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用途。控制苯胺回收塔顶温度为操 作压力下的苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的水相打回苯胺回收塔作回 流液。将分层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。该流程的关键步骤如图2所示。 第二种方法-将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先通入一个苯胺脱水塔，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得 到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到 硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。塔顶大量氢气和水，经过换热器冷却至30-4(TC，然 后进入气液分离器，使氢气与液体分开。氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过 过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与 水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)引 入苯胺脱水塔作回流液。将分层器中独立的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜 温度与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用 途。控制苯胺回收塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层 器中的水相打回苯胺回收塔作回流液。将分层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。 该流程的关键步骤如图3所示。第三种方法将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先通入一个苯胺脱水塔，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得 到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到 硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。塔顶大量氢气和水，直接进入苯胺回收塔，控制塔釜 温度与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用 途。控制苯胺回收塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，将苯胺与水的共沸物和氢 气一起经过换热器冷却至30-40'C，然后进入气液分离器，使氢气与液体分开。氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。苯胺与水 的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立 的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)引入苯胺脱水塔作回流液。将分层器中独立的水相(含 少量苯胺)通入苯胺回收塔。该流程的关键步骤如图4所示。 本发明与现有技术相比，具有以下优点及有益效果(1) 含氢气、水、硝基苯、苯胺及催化剂粉尘的过热气体中的催化剂被液体被浇淋，并被 连续移出，不会使换热设备或分离设备堵塞，可大大提高装置连续操作的时间(除正常的装 置大修停工外，可连续操作5年以上)，有利于高负荷平稳操作，延长年开工日，可提高苯胺 产量及降低苯胺的生产成本。(2) 本发明中进行催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)底部的温度控制， 并且在该装置进行分离操作，可以使气体中的大部分硝基苯冷凝，而从该装置底部移出，并 且可在固定床中进一步将硝基苯转化为苯胺。与现有技术相比可以大幅度降低硝基苯进入后 续苯胺精制装置的含量，可以保证在催化剂活性不高时仍然最终能够得到MDI级的苯胺。增 加了操作弹性与延长了催化剂再生的周期，降低了操作成本。(3) 本发明中的氢气经过多次与液体接触洗涤，不含粉尘，可以省略原有技术中的氢气捕 集器(捕集催化剂颗粒)，降低设备投资。(4) 本发明中的换热器为液液换热结构，与现有技术的气液换热方式的换热器相比，传热 系数高，换热面积少，可降低设备投资与减少循环冷却水的用量。(5) 图2与图3所示流程分别可以有效利用过热气体中的苯胺冷却或苯胺与水冷却过程 中的潜热，使原用于苯胺脱水装置与废水中苯胺回收的装置的外来蒸汽量大大减小，具有节 能的特点。
图l苯胺后处理系统示意图。图中l.整个系统；2.催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝 基苯含量的装置；3.装置(2)的多层斜向挡板区；4.装置(2)中浮阀结构区；5.沉降槽; 6，7换热器；8.固定床；2a，2e装置中大量气体与少量液体的进出口； 2b， 2c， 2d富含苯胺液 体的进出口。 2f.不含硝基苯的苯胺与水的混合液引入口。图2催化剂粉尘处理、硝基苯去除、苯胺脱水、精制及回收流程示意图。图3催化剂粉尘处理、硝基苯去除、苯胺脱水、精制及回收流程示意图。 图4催化剂粉尘处理、硝基苯去除、苯胺脱水、精制及回收流程示意图。
具体实施方式
下面结合实施例进一步说明本发明。 实施例1将装置(2)的筒壁、多层斜向挡板区(3)、浮阔结构区(4)及各管口(2a-2f)等逐次相 连，构成完整的催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)。其中多层斜向挡板区(3) 、浮阀结构区(4)的高度分别是装置(2)直径的1倍，5倍。将装置(2)底部入口 (2a) 用管道相连。将装置(2)的各管口与换热器(6，7)及沉降槽(5)等设备逐一用管路相连，构成完 整的苯胺后处理系统(1)。将装置(2)塔底首先灌入一定液位高度(装置直径的0.5倍)的苯胺(6(TC)。将过热气 体(190°C， 0.2MPa(绝对压力)，氢气、水与苯胺的体积分数分别为63%， 24%, 12%,其他物 质为1%，催化剂粉尘浓度120mg/ m3)由入口 (2a)引入装置(2)中。苯胺液体温度逐渐升 高至140。C时，将液体经出口 (2c)引入换热器(6， 7)(在换热器6中产生0.32MPa蒸汽)。 换热后温度降至6(TC由入口 (2d)回流。粉尘被多层斜向挡板区(3)的挡板和浮阀结构区(4) 的浮阀阻挡，并被液体浇淋返回装置(2)液体区中。控制装置(2)液体中粉尘含量在 5g/1，从出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5)。沉降槽(5)上方清液进入 固定床(8，反应条件为钯催化剂，温度为8(TC， 2MPa)与氢气反应，转化后苯胺液中的 硝基苯含量为0.5mg/Kg。由入口 (2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤。粉尘与较重的焦油 在适当时期由沉降槽(5)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在4(TC，与上升的气体(含氢 气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为IO(TC，其中硝 基苯含量降低99%，由出口 (2e)出装置(2)。将由出口 (2e)出装置(2)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯)先进入换热器 冷却装置(图2流程)，将该气体冷却至30-4(TC，然后进入气液分离器，使氢气与液体分开。 氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。 苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)通入苯胺脱水塔。控制脱水塔塔釜温度和塔顶回 流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精 制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。将分层器中独立 的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜温度和塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于 50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用途。控制苯胺回收塔顶温度为操作压力下的 苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的水相打回苯胺回收塔作回流液。将分 层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。利用该装置与该方法，在除正常的装置大修停工外，该装置可连续操作5年以上，比现 有技术节约蒸汽0. 2吨/吨苯胺以上，以年为周期计算的苯胺的生产成本下降50元/吨苯胺以 上。实施例2将装置(2)的筒壁、多层斜向挡板区(3)、浮阀结构区(4)及各管口(2a-2f)等逐次相 连，构成完整的催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)。其中多层斜向挡板区 (3)、浮阀结构区(4)的高度分别是装置(2)直径的0.5倍，5倍。将装置(2)底部入口 (2a)用管道相连。将装置(2)的各管口与换热器(6，7)及沉降槽(5)等设备逐一用管路相连， 构成完整的苯胺后处理系统(1)。将装置(2)底部首先灌入一定液位高度(装置直径的l倍)的苯胺(4(TC)。将过热气体 (20CTC， 0. 135MPa(绝对压力)，氢气、水与苯胺的体积分数分别为72%, 18%， 9%，其他物质 为P/6，催化剂粉尘浓度1200 mg/m3)由入口 (2a)引入装置(2)中。苯胺液体温度逐渐升高 至130。C时，将液体经出口 (2c)引入换热器(6， 7)(在换热器中产生0.3 MPa蒸汽)。换 热后温度降至4(TC由入口 (2d)回流。粉尘被多层斜向挡板区(3)的挡板和浮阔结构区(4) 的浮阀阻挡，并被液体浇淋返回装置(2)底部液体区中。控制装置(2)底部液体中粉尘含 量在8g/1，从出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5)。沉降槽(5)上方清 液进入固定床(8，反应条件为镍催化剂，温度为110'C， 0. 15MPa)与氢气反应，转化后 苯胺液中的硝基苯含量为5mg/Kg。由入口 (2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤。粉尘与较 重的焦油在适当时期由沉降槽(6)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在8(TC，与上升的气体(含氢气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为114'C。其中硝 基苯含量降低95%，由出口 (2e)出装置(2)。将由出口 (2e)出装置(2)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯)先通入一个苯 胺脱水塔(图3流程)，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水 含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基 苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。塔顶大量氢气和水，经过换热器冷却至30-4(TC,然后进 入气液分离器，使氢气与液体分开。氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤 器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的 分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)引入苯 胺脱水塔作回流液。将分层器中独立的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜温度 与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用途。控 制苯胺回收塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的 水相打回苯胺回收塔作回流液。将分层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。利用该装置与该方法，在除正常的装置大修停工外，该装置可连续操作5年以上，比现 有技术节约蒸汽0. 4吨/吨苯胺以上，以年为周期计算的苯胺的生产成本下降70元/吨苯胺以 上。实施例3将装置(2)的筒壁、多层斜向挡板区(3)、浮阀结构区(4)及各管口(2a-2f)等逐次相 连，构成完整的催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)。其中多层斜向挡板区 (3)、浮阀结构区(4)的高度分别是装置(2)直径的10倍，5倍。将装置(2)底部入口 (2a)用管道相连。将装置(2)的各管口与换热器(6，7)及沉降槽(5)等设备逐一用管路相连， 构成完整的苯胺后处理系统(1)。将装置(2)底部首先灌入一定液位高度(装置直径的1.5倍)的苯胺(40°C)。将过热气 体(240°C， 2MPa(绝对压力)，氢气、水与苯胺的体积分数分别为51%， 32%， 16%,其他物质 为1%，催化剂粉尘浓度10000 mg/m3)由入口 (2a)引入装置(2)中。苯胺液体温度逐渐升 高至16(TC时，将液体经出口 (2c)引入换热器(6， 7)(在换热器6中产生0.5MPa蒸汽)。 换热后温度降至8(TC由入口 (2d)回流。粉尘被多层斜向挡板区(3)的挡板和浮阀结构区(4)的浮阀阻挡，并被液体浇淋返回装置(2)底部液体区中。控制装置(2)底部液体中粉 尘含量在4g/1，从塔底出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5)。沉降槽(5) 上方清液进入固定床(8，反应条件为铜催化剂，温度为150'C， 0.3MPa)与氢气反应，转 化后苯胺液中的硝基苯含量为5mg/Kg。由入口 (2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤。粉尘 与较重的焦油在适当时期由沉降槽(5)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在8(TC，与上升的气体(含氢 气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为12(TC，其中硝 基苯含量降低90%，由出口 (2e)出装置(2)。将由出口 (2e)出装置(2)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯)先通入一个苯 胺脱水塔(图4流程)，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水 含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基 苯含量小于0. 5mg/kg的苯胺产品。将苯胺脱水塔塔顶的大量氢气和水，直接通入苯胺回收塔， 控制塔釜温度和塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于 其他用途。控制塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，将苯胺与水的共沸物和氢气 一起经过换热器冷却至30-4(TC，然后进入气液分离器，使氢气与液体分开。氢气出气液分 离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。苯胺与水的 混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。将独立的 苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)引入苯胺脱水塔作回流液。将分层器中独立的水相(含少 量苯胺)通入苯胺回收塔。利用该装置与该方法，在除正常的装置大修停工外，该装置可连续操作5年以上，比现 有技术节约蒸汽0. 55吨/吨苯胺以上，以年为周期计算的苯胺的生产成本下降100元/吨苯胺 以上。实施例4将装置(2)的筒壁、多层斜向挡板区(3)、浮阀结构区(4)及各管口(2a-2f)等逐次相 连，构成完整的催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)。其中多层斜向挡板区 (3)、浮阀结构区(4)的高度分别是装置(2)直径的0.5倍，0.5倍。将装置(2)底部入 口 (2a)用管道相连。将装置(2)的各管口与换热器(6， 7)及沉降槽(5)等设备逐一用管路相连，构成完整的苯胺后处理系统(1)。将装置(2)底部首先灌入一定液位高度(装置直径的2倍)的苯胺(4CTC)。将过热气体 (220°C， 0. 15MPa(绝对压力)，氢气、水与苯胺的体积分数分别为57. 5%， 28%， 14%,其他物 质为0. 5%，催化剂粉尘浓度40 mg/ m3)由入口 (2a)引入装置(2)中。苯胺液体温度逐渐 升高至145'C时，将液体经出口 (2c)引入换热器(6， 7)(在换热器6中产生0.35 MPa蒸 汽)。换热后温度降至8(TC由入口 (2d)回流。粉尘被多层斜向挡板区(3)的挡板和浮阀结 构区(4)的浮阀阻挡，并被液体浇淋返回装置(2)底部液体区中。控制装置(2)底部液体 中粉尘含量在4g/1，从出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5)。沉降槽(5) 上方清液进入固定床(8，反应条件为铂催化剂，温度为8(TC, lMPa)与氢气反应，转化 后苯胺液中的硝基苯含量为O mg/Kg。由入口 (2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤。粉尘 与较重的焦油在适当时期由沉降槽(5)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在6(TC，与上升的气体(含氢 气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为105'C，其中硝 基苯含量降低98%，由出口 (2e)出装置(2)。将由出口 (2e)出装置(2)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯)先进入换热器 冷却装置(图2流程)，将该气体冷却至30-40°C，然后进入气液分离器，使氢气与液体分开。 氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统。 苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相。 将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)通入苯胺脱水塔。控制脱水塔塔釜温度和塔顶回 流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精 制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品。将分层器中独立 的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜温度和塔顶回流,在塔釜得到苯胺含量小于 50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用途。控制苯胺回收塔顶温度为操作压力下的 苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的水相打回苯胺回收塔作回流液。将分 层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。利用该装置与该方法，在除正常的装置大修停工外，该装置可连续操作5年以上，比现 有技术节约蒸汽0. 2吨/吨苯胺以上，以年为周期计算的苯胺的生产成本下降50元/吨苯胺以 上。
权利要求
1.一种苯胺后处理系统，其特征在于，该系统包括(1).一个催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的装置(2)，该装置包括(a)一个气体入口(2a)，该入口(2a)与装置(2)的筒壁相连；(b)一个设置在装置(2)下部的循环液体出口(2c)；(2c)与装置(2)的筒壁相连；(c)一个设置在气体入口(2a)上方的阻止颗粒向上运动的多层斜向挡板区(3)；多层斜向挡板区(3)与装置(2)的筒壁相连；(d)一个设置在多层斜向挡板区(3)上方的浮阀结构区(4)；浮阀结构区(4)与装置(2)的筒壁相连；(e)一个设置在多层斜向挡板区(3)与浮阀结构区(4)之间的循环液体入口(2d)；该入口(2d)与装置(2)的筒壁相连；(f)一个设置在浮阀结构区(4)上方的气体与液体混合物的出口(2e)；该入口(2e)与装置(2)的筒壁相连；(g)一个设置在浮阀结构区(4)上方的回流液入口(2f)；该入口(2f)与装置(2)的筒壁相连；(h)一个设置在装置(2)底部的含颗粒的液体的排出口(2b)，该出口(2b)与装置(2)筒壁相连，并通过管道与沉降槽(5)相连；(2)一个用于收集固体粉尘的沉降槽(5)；(3)一个或多个与液体管道相连的换热装置(6，7)；(4)一个用于完全转化硝基苯的固定床(8)。
2. 如权利要求l所述系统，其特征在于，多层斜向挡板区(3)的高度为装置(2)直径 的O. 5-5倍。
3. 如权利要求l所述系统，其特征在于，浮阀结构区(4)的高度为装置(2)直径的 0. 5-5倍。
4. 如权利要求l所述系统，其特征在于，进入气体入口 (2a)的气体温度为190-240°C， 绝对压力为0. 135-0. 3 MPa，气体组成为氢气(50%-75%)，水(16%_32%)，苯胺(8%-16%),硝 基苯及其他杂质(共0.05%-1%);固体颗粒在气体中的浓度为40-10000 mg/ m3。
5. 如权利要求l所述系统，其特征在于，进入装置(2)底部的过热气体由外循环的苯胺液进行冷却；预装入装置(2)底部的苯胺高度为装置(2)直径的0.5-2倍；外循环的换 热器中苯胺与饱和水换热，产生0. 3-0. 5MPa蒸汽，可用于后续废水中苯胺回收塔的塔釜液体 加热。
6. 如权利要求l所述系统，其特征在于，固定床(8)的上部有较大的气液分离空间， 催化剂为金属负载型催化剂(铜、镍、钯或铂等)操作温度为80-150°C，操作压力为0. 15-2MPa。
7. —种利用如权利要求1所述系统进行苯胺后处理的方法，其特征在于，该方法包括如 下步骤 1) 将装置(2)的筒壁、多层斜向挡板区(3)、浮阀结构区及各管口(2a-2f)等逐次相连； 将装置(2)的各管口与换热器(6,7)、沉降槽(5)和固定床(8)等设备逐一用管路相连，构成 完整的苯胺后处理系统(1); 2) 向装置(2)灌入一定液位高度的苯胺(4(TC);然后将含苯胺、水、硝基苯、氢气及 催化剂化剂粉尘等的过热气体(190-24(TC)由入口 (2a)引入装置(2)中；部分被气体携 带的粉尘被直接洗入液体；苯胺液体温度逐渐升高，当温度升高至130-16(TC时，将液体经 出口 (2c)打出，进入换热器(6,7);换热后温度降至40-8(TC,然后从入口 (2d)返回装 置(2);该液体自然向下流动，与上升的气体(含氢气，水与苯胺蒸汽)接触；粉尘被多层 斜向挡板区(3)的挡板和浮阀结构区(4)的浮阀阻挡，并被液体浇淋，下落返回装置(2) 底部液体区中； 3) 由(2f)引入不含硝基苯的苯胺与水的混合液，控制温度在40-8(TC，与上升的气体 (含氢气，水与苯胺蒸汽)在浮阀结构区(4)接触并进行分离，上升气体温度变为100-120。C，其中硝基苯的含量降低90%-99%，由出口 (2e)出装置(2); 4) 由浮阀结构区(4)向下流动的含硝基苯液体与(2d)引入的循环液会合，流回至装置 (2)的底部；控制装置(2)的底部液中粉尘含量在4-8g/l;从塔底出口 (2b)将部分含尘的液体采出，进入沉降槽中(5); 5) 沉降槽(5)上方清液进入固定床(8)与氢气反应；将硝基苯转化至痕量(0-10mg/kg) ，由(2d)打回装置(2)，进行粉尘的洗涤； 6) 固定床(8)上方夹带有少量苯胺与水，痕量硝基苯的氢气与装置(2)出口 (2e)的 气体合并，进入后续工序； 7) 粉尘与较重的焦油在适当时期由沉降槽(5)底部采出，用于后续的进一步的回收苯胺。
8. —种继续处理由出口 (2e)出装置(2)及系统的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量 硝基苯)的方法，其特征在于，该方法包括将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先进入换热器冷却装置，将该气体冷却至30-4(TC，然后进入气液分离器，使氢气与液体分 开；氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢 系统；苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相 与水相；将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)通入苯胺脱水塔；控制脱水塔塔釜与塔 顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯 胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品；将分层器中 独立的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜温度与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含 量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用途；控制塔顶温度为操作压力下的苯 胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的水相打回苯胺回收塔作回流液；将分层 器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。
9. 一种继续处理由出口 (2e)出装置(2)及系统的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量 硝基苯)的方法，其特征在于，该方法包括将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先通入一个苯胺脱水塔，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得 到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到 硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品；塔顶大量氢气和水，经过换热器冷却至30-40°C，然 后进入气液分离器，使氢气与液体分开；氢气出气液分离器后，含极微量的水与苯胺，经过 过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统；苯胺与水的混合物(含痕量硝基苯)进入苯胺与 水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相；将独立的苯胺相(含少量水与痕量硝基苯)引 入苯胺脱水塔作回流液；将分层器中独立的水相(含少量苯胺)通入苯胺回收塔，控制塔釜 温度与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用 途；控制塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，经过冷却后分层，将分层器中的水 相打回苯胺回收塔作回流液；将分层器中的苯胺相打入苯胺脱水塔顶部做回流液。
10. —种继续处理由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯)的方法，其特征在于，该方法包括将由出口 (2e)出装置(2)及系统(1)的气体(大量氢气、水、苯胺与痕量硝基苯) 先通入一个苯胺脱水塔，控制脱水塔塔釜温度与塔顶回流，进行水与苯胺的分离，在塔釜得 到水含量小于500mg/kg的苯胺产品，然后再进入苯胺精制塔，在减压的情况下，在塔顶得到 硝基苯含量小于0.5mg/kg的苯胺产品；塔顶大量氢气和水，直接进入苯胺回收塔，控制塔釜 温度与塔顶回流，在塔釜得到苯胺含量小于50mg/kg的水，引入废水槽排放，或用于其他用 途；控制塔顶温度为操作压力下的苯胺与水的共沸温度，将苯胺与水的共沸物和氢气一起经 过换热器冷却至30-4(TC，然后进入气液分离器，使氢气与液体分开；氢气出气液分离器后， 含极微量的水与苯胺，经过过滤器后，返回苯胺流化床的循环氢系统；苯胺与水的混合物(含 痕量硝基苯)进入苯胺与水的分层器，分别得到独立的苯胺相与水相；将独立的苯胺相(含 少量水与痕量硝基苯)引入苯胺脱水塔作回流液；将分层器中独立的水相(含少量苯胺)通 入苯胺回收塔。
全文摘要
苯胺后处理系统及方法，涉及一种在硝基苯加氢制苯胺流化床后面的催化剂粉尘处理与降低苯胺中硝基苯含量的设备及方法。本发明将含催化剂粉尘过热气体直接通入一个设置有斜向挡板和浮阀结构的设备中。通过斜向挡板、浮阀结构与液体喷淋阻止催化剂粉尘上扬，并将其浇淋至底部的液体中适时排出。同时还提出了三种处理由装置引出的气体得到合格苯胺(硝基苯含量小于0.5mg/kg)、合格废水(苯胺含量小于50mg/kg)与合格氢气(苯胺小于0.1％，用于循环)的方法。本发明装置可有效解决催化剂粉尘在冷却的液体物料中沉积堵塞换热器、增大过程阻力的缺点，实现长周期连续化操作。方法过程分隔清晰，操作稳定性强，过程集成度高，充分利用蒸汽冷凝的潜热，能耗低，排出废物少。
文档编号C07C211/00GK101239916SQ20081010252
公开日2008年8月13日 申请日期2008年3月24日 优先权日2008年3月24日
发明者汪展文, 垚 王, 涌 金, 骞伟中, 飞 魏 申请人:清华大学