氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发方法及设备与流程

本发明涉及氯化铵废水处理领域，具体是一种氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发方法及设备。

背景技术：

工业氨基乙酸有40年历程，其用途广泛，工业氨基乙酸作为中间体产品主要用于下游草甘膦行业以及食品级氨基乙酸行业作为主要原料，工业氨基乙酸制造工艺非常复杂，经多道工段并且有严格的检验才能生产出合格的产品。工业氨基乙酸首先是醋酸、硫磺、液氯经氯化反应生成一氯乙酸产品，其工段主要副产物是工业盐酸。一氯乙酸作为氨基乙酸中间产品经液氨、乌洛托品进行氨化反应生成氨基乙酸水溶液再经甲醇萃取工段生成氨基乙酸成品，其工段生产过程中主要副产物是氯化铵废水溶液。

在处理副产物氯化铵废水溶液一直是相对原始的高温两效蒸发原理，以至于在目前几乎没有较大的改观，高温两效蒸发（见图1）工艺存在下述缺点：

1、目前一般一效蒸发器工作压力在0.2MPa—0.25MPa之间，二效蒸发器工作压力在0.03MPa—0.06MPa之间，蒸汽压力工艺指标太高，需要增大使用蒸汽流量来满足工艺，浪费大量的热能，蒸发效果也未达到预期，同时会缩短设备使用周期。

2、处理氯化铵的设备都是串联组合结构，一效的余热给二效加热，必须使用大量的蒸汽才能达到蒸发效果，即使使用了大量蒸汽也不能使氯化铵水溶液完全蒸发，而且得到的氯化铵结晶体颜色为深黄色或褐色。

3、蒸发设备以一效的余热给二效加热，一效必须达到足够的热能才能满足二效所需的热能，造成蒸汽使用量大，达不到预期的蒸发效果，还使一效设备内部氯化铵介质过度高温而发生物理炭化，造成氯化铵黑水溶液的粘稠增过大，不能完全处理。

4、工艺流程是精馏残液和经过一、二效（或者三效）蒸发后的氯化铵黑水又同时进入二效蒸发设备进行蒸发，再进入一效蒸发，造成黑水重复经高温蒸发，这样周而复始的蒸发造成氯化铵黑水多次高温碳化，从而使氯化铵黑水越蒸发越粘稠、越蒸发越黑、越蒸发越难蒸发的处境。

5、氯化铵水溶液达到100℃以上会深度溶解并且会发生化学反应，氯化铵水溶液在100℃时开始挥发，337.8℃时离解为氨和氯化氢，目前一效的温度已经是120℃左右的高温，虽然没有达到337.8℃的离解状态，但已大大高于精馏塔排放残液时的温度106℃-110℃，超出了氯化铵挥发的温度范围，为了能把氯化铵彻底蒸发不得不提高精馏蒸发温度，这是目前无法可控的矛盾工艺。

6、氯化铵一、二效蒸效水含游离氨10%、氯根12%、PH值8.5-9.5、COD37210ml/L、氨氮7560ml/L，含氨量大，在工艺使用可能会引起爆炸，存在极大的安全隐患，造成二效水；因此部分一、二效水无法重复用于工艺系统中，只能以污水处理，造成污水处理压力增大和污水处理费用加大，表1是一组目前三条生产线蒸发氯化铵实际不同的高温蒸发出的一效水、二效水的化验数据，以32％浓度盐酸中和一效、二效水呈中性为准其用盐酸量数据差别很大。

表1 不同生产线中和氯化铵水溶液使用的盐酸量数据

如果把剩余部分为35-40%需要污水系统进行处理，污水站处理一吨蒸效水（行业内称之为二效水）需要200元费用，处理费用过高。

最近几年也有很多专家及行内人士研发出三效蒸发技术以及强制循环多效蒸发技术、但都没有脱离高温蒸发原理也没有彻底处理蒸发完氯化铵废水溶液的局面；不论哪种蒸发技术都会剩余20%（有的公司甚至超出20%）无法处理的氯化铵废水（每1吨氨基乙酸成品生成3吨左右的氯化铵废水溶液）。目前工业氨基乙酸副产物氯化铵水溶液是所有生产氨基乙酸行业发展的最大障碍。

随着国家发布环保法的实施也给所有氨基乙酸企业敲响了警钟，虽然各企业都在积极治理都没有彻底实现零排放，如不解决都面临停产的可能。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题是提供一种氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发方法及设备，采用双逆流独立低温双效蒸发技术，并采用负压操作，降低了反应温度和压力，降低了蒸汽消耗量，大大降低了生产成本；处理效率大大提高，降低了污水处理压力，经济效益显著，具有极大的推广价值。

为解决上述技术问题，本发明所采取的技术方案是：

一种氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发方法，包括下述步骤：

（1）蒸汽经过管道分别进入一效蒸发器和二效蒸发器进行加热，氯化铵溶液进入二效蒸发器进行蒸发，蒸发出的蒸汽进入二效分离器进行分离，分离得到的汽相进入冷凝器进行冷凝，分离得到的液相料液一部分进入一效蒸发器进一步蒸发，剩余部分进入二效蒸发器进行循环；

（2）一效蒸发器得到的蒸汽进入一效分离器进行分离，分离得到的汽相进入冷凝器进行冷凝，分离得到的液相一部分进入结晶罐进行结晶，剩余部分返回一效蒸发器进行循环；

（3）结晶后过滤，得到氯化铵产品。

所述冷凝器冷凝得到的蒸效水去蒸效水罐，蒸效水罐连接真空系统。

上述一效蒸发器和二效蒸发器内压力为-0.15MPa至-0.05Mpa；一效蒸发器和二效蒸发器内温度为50-65℃。

上述冷凝器采用板片式蒸发冷凝器。

上述一效分离器和二效分离器为旋风式分离器。

本发明还提供了一种氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发设备，包括一效蒸发器、二效蒸发器、一效分离器、二效分离器，氯化铵管道与二效蒸发器的底部进口连通，蒸汽管道分别与一效蒸发器、二效蒸发器的蒸汽进口相连通；

所述二效蒸发器的上部出口与二效分离器的进口连通，二效分离器的液相出口通过三通分别与二效蒸发器底部进口和一效蒸发器的底部进口连通；

所述一效蒸发器的上部出口与一效分离器的进口连通，一效分离器的液相出口通过三通分别与一效蒸发器底部进口和结晶罐连通，结晶罐的出口与过滤池连通；

所述一效分离器的汽相出口与一效冷凝器、第一蒸效水罐依次连通；二效分离器的汽相出口与二效冷凝器、第二蒸效水罐依次连通；

第一蒸效水罐和第二蒸效水罐连接真空系统。

优选的，所述一效冷凝器和二效冷凝器为板片式蒸发冷凝器。

优选的，所述一效分离器和二效分离器为旋风式分离器。

本发明的工艺存在如下优点：

1、本发明的技术按照氯化铵介质的特定介质性质设计，改进后蒸发温度为50-65℃，与目前现有蒸发设备蒸发温度120-124℃相比较二者蒸发温度相差55-74℃，大大节约蒸汽能耗，并且低温蒸发不会造成炭化。

2、蒸汽流向为逆流方式，氯化铵介质逆流方式，采用双逆流来实现充分吸收热能，加大蒸发量，降低蒸汽消耗量。

3、合理利用负压的原理节约能源，降低氯化铵介质沸点，降低蒸汽消耗，进一步降低成本。

4、采用板片式蒸发冷凝器，此种冷凝器耐负压，有利于蒸效水加强负压量。且长时间运行产生的污垢不需要用化学办法清理冷却器，冷却效果好。

壳程列管冷凝器每年清理5-7次，并且需要专业清理设备公司，用化学法清理每次清理费用20000元，每年的清理费用在100000-140000左右，还会造成设备腐蚀，降低设备寿命；冷却效果差，冷却得到的蒸效水温度为85℃。板片式蒸发冷凝器冷却后蒸效水温度为25℃，且板片式蒸发冷凝器只用物理法清理即可，一年最多清理2次，人工使用钢刷进行清理，无需费用，大大降低了设备成本。

5、本发明方法处理的氯化铵蒸效水无游离氨、氯根0.01%、pH值为5.5-6，COD18138ml/L，氨氮0ml/L，蒸效水全部在工艺系统循环生产使用无需进入污水处理站进行处理，以20000吨生产线为例每年可节约污水处理费用648000元。

6、本发明氯化铵蒸发技术剩余氯化铵水溶液150公斤/t，目前方法为600-750公斤，二者相差450-600公斤。每吨氯化铵水溶液的处理费用180-220元/吨（按每年生产20000吨氨基乙酸的生产线计算、每天生产62吨氨基乙酸产品为例），每天少产生氯化铵废水溶液27.9-37.2吨，直接经济效益按最少数据计算，处理费用180元×27.9吨，计算每天可节省5022元，一年按300天计算可节约1506600元处理费用。

7、本发明方法为负压操作，并且为封闭式工艺，降低了高温高压带来的爆炸风险，有效避免安全事故及环保事故的发生，并且大大改善操作人员的工作环境。

双逆流低温技术整体降低成本约210万-230万/年，并且不会因蒸效水氨含量高而发生安全事故及环保事故，双逆流独立低温蒸发双效技术与现有蒸发技术工艺指标比对数据见表2。

表2 双逆流独立低温蒸发双效技术与现有蒸发技术工艺指标比对

采用上述技术方案所产生的有益效果在于：

本发明采用双逆流独立低温双效蒸发技术，并采用负压操作，降低了反应温度和压力，降低了蒸汽消耗量，大大降低了生产成本；处理效率大大提高，降低了污水处理压力，经济效益显著，具有极大的推广价值。

本发明的方法有效改善了工人的操作环境，杜绝了安全事故及环保事故的发生。

附图说明

图1是现有技术中二效蒸发技术的结构示意图；

图2是本发明的结构示意图。

1、一效蒸发器；2、二效蒸发器；3、一效分离器；4、二效分离器；5、一效冷凝器；6、二效冷凝器；7、第一蒸效水罐；8、第二蒸效水罐；9、蒸汽管道；10、氯化铵管道；11、结晶罐；12、过滤池。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。

实施例1-4

实施例1-4中氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发方法，按照下述步骤进行：

（1）蒸汽经过管道分别进入一效蒸发器和二效蒸发器进行加热，氯化铵溶液进入二效蒸发器进行蒸发，蒸发出的蒸汽进入二效分离器进行分离，分离得到的汽相进入冷凝器进行冷凝，分离得到的液相料液一部分进入一效蒸发器进一步蒸发，剩余部分进入二效蒸发器进行循环；

（2）一效蒸发器得到的蒸汽进入一效分离器进行分离，分离得到的汽相进入冷凝器进行冷凝，分离得到的液相一部分进入结晶罐进行结晶，剩余部分返回一效蒸发器进行循环；

（3）结晶后过滤，得到氯化铵产品。

冷凝器优选采用板片式蒸发冷凝器。

一效分离器和二效分离器优选采用旋风式分离器。

实施例1-4的工艺参数如表3：

表3 实施例1-4中的工艺参数

本发明的氯化铵废水双逆流独立低温双效蒸发设备，如图2所示，包括一效蒸发器1、二效蒸发器2、一效分离器3、二效分离器4，氯化铵管道10与二效蒸发器2的底部进口连通，蒸汽管道9分别与一效蒸发器1、二效蒸发器2的蒸汽进口相连通；

所述二效蒸发器2的上部出口与二效分离器4的进口连通，二效分离器4的液相出口通过三通分别与二效蒸发器2底部进口和一效蒸发器1的底部进口连通；

所述一效蒸发器1的上部出口与一效分离器3的进口连通，一效分离器3的液相出口通过三通分别与一效蒸发器1底部进口和结晶罐11连通，结晶罐11的出口与过滤池12连通；

所述一效分离器3的汽相出口与一效冷凝器5、第一蒸效水罐7依次连通；二效分离器4的汽相出口与二效冷凝器6、第二蒸效水罐8依次连通；

第一蒸效水罐7和第二蒸效水罐8连接真空系统。

优选的技术方案为，一效冷凝器5和二效冷凝器6为板片式蒸发冷凝器。

进一步优选的技术方案为，一效分离器3和二效分离器4为旋风式分离器。

使用时，蒸汽经过蒸汽管道9分别进入一效蒸发器1和二效蒸发器2进行加热，氯化铵溶液经氯化铵管道10进入二效蒸发器2进行蒸发，蒸发出的蒸汽进入二效分离器4进行分离，分离得到的汽相进入二效冷凝器6进行冷凝，分离得到的液相料液一部分进入一效蒸发器1进一步蒸发，剩余部分进入二效蒸发器2进行循环；

一效蒸发器1得到的蒸汽进入一效分离器3进行分离，分离得到的汽相进入一效冷凝器5进行冷凝，分离得到的液相一部分进入结晶罐11进行结晶，剩余部分返回一效蒸发器1进行循环；

分离得到的液相在结晶罐11内结晶后进入过滤池12过滤，分离得到氯化铵产品；

一效冷凝器5和二效冷凝器6得到的冷凝水分别进入第一蒸效水罐7和第二蒸效水罐8进行收集。