三乙胺脱水釜_三乙胺_乙二醇脱水塔(3)

(2)采用混合器代替中和反应釜,在节省设备投资的基础上,省去了搅拌所需的动力消耗,按年产5000t固体草甘膦生产装置计算,每年可节约电费约10万元。三乙胺脱水釜三乙胺在母液中的溶解度与温度有关,为降低母液中三乙胺的溶解度,混合液出混合器后进换热器,调节混合液的温度达到最佳效果。

(3)改进了结晶母液和NaOH溶液的加料方式,引进pH计检测及反馈、调节系统。在恒定结晶母液进料流量的基础上,先根据以往人工操作时

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2 氯化氢的分离

211 过程分析

常温常压下,氯化氢易溶于水制成盐酸,氯甲烷难溶于水,因此可用水吸收的方法回收尾气中的氯化氢气体,并使其与氯甲烷分离。氯化氢在水中的溶解度与温度密切相关,温度越高溶解度越小。另一方面,氯化氢在水中溶解时会放出很大的溶解热,从而使溶液的温度升高,溶解度降低。其后果是吸收传质推动力明显降低,不能制备浓盐酸。因此为了确保盐酸的浓度和提高吸收氯化氢的能力,应设法移走溶解热,使吸收过程在低温下进行。

受亚磷酸二甲酯反应条件的制约,排出的反应尾气真空度超过0109MPa。真空条件下氯化氢在水中的溶解度大大降低,且尾气中还含有大量的氯甲烷,更降低了气相中氯化氢的分压。这些均对吸收不利,加大了氯化氢的回收难度。为从根本上解决氯化氢回收问题,在气相总压和氯化氢分压一定的条件下,须降低体系温度,以降低溶液上方氯化氢的平衡分压,从而提高吸收的传质推动力。

吸收设备初选为气液逆流接触的填料塔。根据混合气体处理量及其组成,经简单的物料衡算可知,要保证获得质量分数为30%以上的盐酸,则需进入系统的水量一定,结合尾气的处理量可估算出所需的填料塔截面积。结果表明,按此水量则塔内的液体喷淋密度太小,为改善塔中填料的润湿状况,需采 (上接第50页)

母液与碱液的加料比例,调节碱液的进料流量,再通过pH计及时检测换热器出口的pH值(控制pH值=13~14),反馈调节碱液的进料流量,确保混合溶液的pH值恒定。从而使原来人工加料中和及pH值的检测改为自动操作,减轻了劳动强度,实现了密闭生产,减少了三乙胺的挥发,大大改善了操作环境。

用吸收剂再循环操作。如从塔底液相出口抽出部分富液(浓酸)至塔顶液相,进行全塔循环,则由于返混太大,会造成塔内局部传质推动力的严重下降,致使完成同一分离任务所需的填料层太高。因此,宜采用吸收剂分段冷却降温、分段循环的多塔串联吸收流程。212 流程简述

按上述分析设计的分离氯化氢制浓盐酸的工艺流程如图1

所示。

1)浓酸吸收塔;2)稀酸吸收塔;3)水洗塔;4)碱洗塔;

5)冷却器;6)循环罐;7)循环泵

图1 氯化氢的分离回收流程由亚磷酸二甲酯合成工序排出的反应尾气依次进入浓酸吸收塔、稀酸吸收塔、水洗塔和碱洗塔,以回收其中的氯化氢气体,最后经真空泵去氯甲烷回收工序。吸收剂水从水洗塔进入系统,经稀酸吸收塔进入浓酸吸收塔,浓酸吸收塔底部即可排出质量分数为30%以上的浓盐酸。为改善塔内的气液两相接触状况、增大塔内的液体喷淋密度,各塔均采用60万元。三乙胺脱水釜

o三乙胺消耗由原来的50kg/t草甘膦下降为30kg/t草甘膦,每年节省三乙胺100t,按9000元/t三乙胺计算,每年增加经济效益90万元。

?液碱(折纯)消耗由原来的882kg/t草甘膦下降为823kg/t草甘膦,每年可节省液碱(折纯)295t,按1000元/t液碱(折纯)计算,每年增加经济效益2915万元。

?每年可节约用电20多万kW#h,按0150元/kW#h计算,每年可节约电费10万元。

?生产操作人员由12人减为4人,每年可节省人员工资10万元。

综上所述,该生产工艺应用在福建三农集团股份新增5000t/a草甘膦生产装置中,不但为该公司节省了60万元的投资,每年还可为该公司新增综合经济效益13915万元。u

3 工业实施效果

该回收工艺于2002年1月成功用于福建三农集团股份新增5000t/a草甘膦生产装置中。经一年多的生产运行表明,该工艺技术成熟,生

产运行良好,大大减轻了操作人员的劳动强度,使操作简便,易于控制,生产环境大为改善,在取得较好社会效益的前提下,还取得了较好的经济效益:

1回收装置由原来的4套减为1套,节省投资

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