一种超低能耗回收己内酰胺有机萃取剂的装置的制作方法

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：
：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。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。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。技术实现要素：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。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。本实用新型的技术方案概述如下：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、第一泵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泵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。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、第一泵34、第二泵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I2连接；分相罐30的下部通过管道与第一泵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的底部和第二泵33连接，第二泵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。本实用新型的优点：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。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。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。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。一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、第一泵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泵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。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、第一泵34、第二泵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I2连接；分相罐30的下部通过管道与第一泵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的底部和第二泵33连接，第二泵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。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：a)使用上述第一种装置或第二种装置；b)高压废水汽提塔的操作压力控制在绝压0.1～1.0MPaA，中压有机溶剂精馏塔操作压力控制在绝压0.01～0.8MPaA，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℃；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)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；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；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。实施例1采用第一种装置，工艺流程A的操作方法如下：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，下部水相经第一泵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，无需通过泵进料。对于山东某年产100kt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0.0301％，环己酮肟含量0.0184％，其它反应副产物含量0.0515％。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％。高压废水汽提塔操作压力为0.24MPaA，塔顶温度126℃，塔釜温度126.8℃，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℃，塔釜温度109.2℃， 塔理论级数为8；低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度79.6℃，塔釜温度87.3℃，塔理论级数为8。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)：表1冷却负荷/KW加热负荷/KW合计/KW高压废水汽提塔(4217)45004500(8717)中压有机溶剂精馏塔(3333)(4011)(7344)低压有机溶剂精馏塔2241(3137)2241(5378)合计2241(9791)4500(11648)6741(21439)本实施例未耦合时，各塔总的加热负荷为11648KW，冷凝负荷为9791KW，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％。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。实施例2采用第二种装置，工艺流程B的操作方法如下：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I2，下部水相经第一泵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，另一股经第二泵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。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％。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％。高压废水汽提塔操作压力为0.3MPaA，塔顶温度133.6℃，塔釜温度134.2℃，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℃，塔釜温度112.2℃，塔理论级数为8；低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度79.6℃，塔釜温度87.3℃，塔理论级数为8。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)：表2冷却负荷/KW加热负荷/KW合计/KW高压废水汽提塔(4050)42504250(8300)中压有机溶剂精馏塔(3397)(3812)(7209)低压有机溶剂精馏塔2206(3211)2206(5417)合计2206(9653)4250(11473)6456(21126)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％。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。实施例3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：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，下部水相经第一泵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，无需通过泵进料。对于山东某年产100kt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0.0301％，环己酮肟含量0.0184％，其它反应副产物含量0.0515％。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％。高压废水汽提塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度91.5℃，塔釜温度97.1℃，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℃，塔釜温度109.2℃，塔理论级数为8；低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度79.6℃，塔釜温度87.3℃，塔理论级数为8。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)：表3冷却负荷/KW加热负荷/KW合计/KW高压废水汽提塔231124504761中压有机溶剂精馏塔(3333)40114011(7344)低压有机溶剂精馏塔2241(3137)2241(5378)有机溶剂精馏塔合计2241(5574)4011(7148)6252(12722)本实施例的高压废水汽提塔与有机溶剂精馏塔单独运行，有机溶剂精馏塔采用高低压双效精馏，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4011KW，冷凝负荷为2241KW，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％。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。实施例4采用第二种装置，工艺流程B的操作方法如下：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I2，下部水相经第一泵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，另一股经第二泵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。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％。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％。高压废水汽提塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度91.5℃，塔釜温度97.1℃，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℃，塔釜温度112.2℃，塔理论级数为8；低压有机溶剂精馏塔操作压力为0.1MPaA，塔顶温度79.6℃，塔釜温度87.3℃，塔理论级数为8。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)：表4冷却负荷/KW加热负荷/KW合计/KW高压废水汽提塔232524774802中压有机溶剂精馏塔(3397)38123812(7209)低压有机溶剂精馏塔2206(3211)2206(5407)合计2206(5603)3812(7023)6018(12616)本实施例的高压废水汽提塔与有机溶剂精馏塔单独运行，有机溶剂精馏塔采用高低压双效精馏，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％。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。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。当前第1页1 2 3