專利名稱：二硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮工藝的硝酸預(yù)濃縮方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及ニ硝基甲苯的生產(chǎn)方法，具體涉及ニ硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮エ藝的硝酸預(yù)濃縮方法。
背景技術(shù)：
目前，在ニ硝基甲苯的生產(chǎn)方法中，來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸，其中硝酸的重量含量為18 20%，硫酸的重量含量為5 8%，同時含有溶解態(tài)的ニ硝基甲苯，氮氧化物等，進入精餾塔進行精餾。在精餾塔中，在真空條件下操作，廢酸中含有的硫酸作為萃取 齊U，改變硝酸的共沸點，在精餾塔塔底的再沸器出口得到濃縮后的硝酸、硫酸及溶解態(tài)的ニ硝基甲苯，再由泵送回到硝化系統(tǒng)。 精餾塔塔頂氣相主要組成是水、少量硝酸、ニ硝基甲苯、ニ氧化氮和一氧化氮等。在一級冷凝器中，將塔頂氣相中的水冷凝，該冷凝液最終作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)廢水外排處理，ニ級冷凝器進ー步冷凝氣相中的硝酸，此冷凝液再回到精餾塔作為塔頂?shù)幕亓饕?。ニ級冷凝器的氣相進入真空泵，最終進入尾氣吸收エ藝單元。上述的方法存在一個缺陷一級冷凝器的冷凝液中的硝酸含量在I. 5 3wt %，未能達到廢水排放標準，因此增加了廢水處理的費用。另外，由于原料硝酸在廢水中流失大于設(shè)計值，這還導致了產(chǎn)品成本的増加。同時ニ級冷凝液中的實際硝酸含量在7 12wt%，遠高于理論設(shè)計值3%，一直以來該疑惑始終存在于硝酸預(yù)濃縮方法中。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題在于克服了現(xiàn)有的ニ硝基甲苯生產(chǎn)中的廢酸濃縮エ藝會導致一級冷凝器的冷凝液中的硝酸含量高，從而增加了廢水處理的費用以及生產(chǎn)成本的缺陷，提供了一種ニ硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮エ藝的硝酸預(yù)濃縮方法。該方法能夠使廢水中硝酸的含量達到廢水排放標準，顯著降低了ニ硝基甲苯的生產(chǎn)成本。本發(fā)明提供了一種ニ硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮エ藝的硝酸預(yù)濃縮方法，其包括如下步驟使來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸和/或廢酸汽提エ藝的酸汽進入精餾塔中在60 64kPa的真空度下進行減壓精餾，經(jīng)設(shè)置于所述精餾塔塔底的再沸器汽化得濃縮后產(chǎn)物，將所述濃縮后產(chǎn)物送回到硝化系統(tǒng)；所述精餾塔的塔頂溫度為73 78°C，塔底溫度為95 103°C ；其中，位于所述精餾塔的塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器中進行冷凝，得一級冷凝液，將所述一級冷凝液送回所述精餾塔的塔頂，作為所述精餾塔的第一回流液，回流比為O. 18 O. 2 ;剩余的一級冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)的廢水進行外排處理；剩余的ー級冷凝液與第一回流液之和為所述一級冷凝液；所述ー級冷凝器的尾氣再進入ニ級冷凝器，進行冷凝得ニ級冷凝液，將所述ニ級冷凝液全部送回所述精餾塔作為第二回流液，所述ニ級冷凝液在所述精餾塔的精餾段的80 82°C處進入精餾塔。其中，所述的精餾塔較佳地為填料塔。所述填料塔的理論塔板數(shù)較佳地為8 12塊，更佳地為10塊。
其中，所述來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸中硝酸和硫酸的含量為本領(lǐng)域的常規(guī)含量，硝酸含量一般為18 20wt%,硫酸含量一般為5 8wt%。其中，所述廢酸汽提エ藝的酸汽中硝酸和硫酸的含量為本領(lǐng)域的常規(guī)含量，硝酸含量一般為10 12wt%，硫酸含量一般為O. 2 O. 5wt%。其中，所述濃縮后產(chǎn)物中硝酸含量一般控制在45 50wt%，硫酸含量一般控制在5 IOwt % ο其中，所述ー級冷凝器中的冷凝可采用本領(lǐng)域的常規(guī)操作條件進行，較佳地在72 74°C下進行。其中，所述ニ級冷凝器中的冷凝可采用本領(lǐng)域的常規(guī)操作條件進行，較佳地在58 62°C下進行。在符合本領(lǐng)域常識的基礎(chǔ)上，上述各優(yōu)選條件可任意組合，即得本發(fā)明各較佳實例。本發(fā)明使用的試劑、原料和設(shè)備皆市售可得。本發(fā)明的積極進步效果在于I、采用本發(fā)明的硝酸預(yù)濃縮方法能夠使最終從硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)中排放出來的廢水中硝酸含量從原有的2%左右降至1%以下，減少了對環(huán)境的污染以及硝酸的損失，對于年產(chǎn)19萬噸ニ硝基甲苯的生產(chǎn)裝置，每年可回收硝酸550噸。2、從能量角度分析，由于精餾塔塔頂回流液中硝酸含量遠小于原設(shè)計，所以回流量大大降低，再沸器的能量將有所減少，使得硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)的熱量和冷量都有所減少，符合節(jié)能減排的要求。


圖I為本發(fā)明方法的流程圖。圖2為現(xiàn)有的硝酸濃縮方法的流程圖。
具體實施例方式下面用實施例來進ー步說明本發(fā)明，但本發(fā)明并不受其限制，實施例中的原料均為常規(guī)市售產(chǎn)品。參見圖1，將來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸和/或廢酸汽提エ藝的酸汽進入精餾塔I進行精餾，精餾塔塔底的再沸器出ロ獲得的濃縮后的產(chǎn)物，再送回到硝化系統(tǒng)；精餾塔I塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器2，然后將一級冷凝液送回精餾塔I的塔頂，作為精餾塔I的第一回流液，剩余的冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)廢水外排處理；一級冷凝器2的尾氣再進入ニ級冷凝器3，然后將ニ級冷凝液作為第二回流液，全部送回精餾塔1，該ニ級冷凝液在精餾塔I的精餾段的80 82°C處進入精餾塔I。實施例I采用圖I的流程。
精餾塔采用填料塔，理論塔板數(shù)為10塊。來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸，流量為410 O公斤/小時，其中硝酸的含量為20Wt%，硫酸的含量為8wt%。來自廢酸汽提エ藝的酸汽，流量為7020公斤/小時，其中硝酸含量在12wt %，硫酸含量在O. 2wt %。將上述廢酸和酸汽送入精餾塔1，在60kPa真空度下進行精餾，塔頂溫度為76°C，塔底溫度99 °C，精餾塔塔底的再沸器出口獲得的濃縮后的產(chǎn)物，其中硝酸含量在50wt%，硫酸含量在10wt%，再送回到硝化系統(tǒng)，流量為3480公斤/小時；精餾塔I塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器2，在73°C下進行冷凝得一級冷凝液，然后將一級冷凝液送回精餾塔I的塔頂，作為精餾塔I的第一回流液，回流比為O. 19 ;將剩余的一級冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)廢水外排處理，流量為7530公斤/小時，其中，硝酸的含量為Iwt % ；該ー級冷凝器2的尾氣再進入ニ級冷凝器3，在60°C下進行冷凝得ニ級冷凝液，然后將ニ級冷凝液全部送回精餾塔I作為第二回流液，該ニ級冷凝液在精餾塔I的精餾段的81°C處進入精餾塔I。實施例2采用圖I的流程。精餾塔采用填料塔，理論塔板數(shù)為10塊。來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸，流量為4100公斤/小時，其中硝酸的重量含量為18wt%，硫酸的重量含量為5wt%。來自廢酸汽提エ藝的酸汽，流量為7020公斤/小吋，其中硝酸含量為12wt%，硫酸含量為O. 5wt%。將上述廢酸和酸汽送入精餾塔1，在64kPa真空度下進行精餾，塔頂溫度為73°C，塔底溫度為96°C，精餾塔塔底的再沸器出ロ獲得的濃縮后的產(chǎn)物，其中硝酸含量為45wt%，硫酸含量為5wt%，再送回到硝化系統(tǒng)，流量為3460公斤/小時；精餾塔I塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器2，在73°C下進行冷凝得一級冷凝液，然后將一級冷凝液送回精餾塔I的塔頂，作為精餾塔I的第一回流液，回流比為O. 19 ;將剩余的一級冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)廢水外排處理，流量為7550公斤/小時，其中，硝酸的含量為O. 9wt % ；一級冷凝器2的尾氣再進入ニ級冷凝器3，在59°C下進行冷凝得ニ級冷凝液，然后將ニ級冷凝液全部送回精餾塔I作為第二回流液，該ニ級冷凝液在精餾塔I精餾段的80°c處進入精餾塔I。對比實施例I采用圖2的流程。精餾塔采用填料塔，理論塔板數(shù)為10塊。來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸，流量為410 O公斤/小時，其中硝酸的含量為20Wt%，硫酸的含量為8wt%。來自廢酸汽提エ藝的酸汽，流量為7020公斤/小時，其中硝酸含量為10 12wt%，硫酸含量為O. 2wt%。將上述廢酸和酸汽送入精餾塔1，在60kPa真空度下精餾，塔頂溫度為78°C，塔底溫度為99 °C，精餾塔塔底的再沸器出口獲得的濃縮后的產(chǎn)物，其中硝酸含量在50wt%，硫酸含量在IOwt%，再送回到硝化系統(tǒng)，流量為3500公斤/小時；、
精餾塔I塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器2，在74°C下進行冷凝得一級冷凝液，將ー級冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)廢水外排處理，流量為7510公斤/小時，其中，硝酸的含量為2wt% ；一級 冷凝器2的尾氣再進入ニ級冷凝器3，在60°C下進行冷凝，然后將ニ級冷凝液全部送回精餾塔的塔頂，作為精餾塔I的回流液。
權(quán)利要求
1.一種ニ硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮エ藝的硝酸預(yù)濃縮方法，其包括如下步驟使來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸和/或廢酸汽提エ藝的酸汽進入精餾塔中在60 64kPa的真空度下進行減壓精餾，經(jīng)設(shè)置于所述精餾塔塔底的再沸器汽化得濃縮后產(chǎn)物，將所述濃縮后產(chǎn)物送回到硝化系統(tǒng)；所述精餾塔的塔頂溫度為73 78°C，塔底溫度為95 103°C ； 其中，位于所述精餾塔的塔頂?shù)臍庀噙M入ー級冷凝器中進行冷凝，得一級冷凝液，將所述ー級冷凝液送回所述精餾塔的塔頂，作為所述精餾塔的第一回流液，回流比為O. 18 O.2 ;將剩余的一級冷凝液作為硝酸預(yù)濃縮系統(tǒng)的廢水排出； 所述ー級冷凝器的尾氣再進入ニ級冷凝器，進行冷凝得ニ級冷凝液，將所述ニ級冷凝液全部送回所述精餾塔作為第二回流液，所述ニ級冷凝液在所述精餾塔的精餾段的80 82 °C處進入精餾塔。
2.如權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于所述來自硝化系統(tǒng)的洗滌エ序的廢酸中硝酸的含量為18 20wt%，硫酸的含量為5 8wt%。
3.如權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于所述廢酸汽提エ藝的酸汽中硝酸的含量為10 12wt%，硫酸的含量為O. 2 O. 5wt%。
4.如權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于所述濃縮后產(chǎn)物中硝酸含量為45 50wt%，硫酸含量為5 IOwt%。
5.如權(quán)利要求I 4中任一項所述的方法，其特征在于所述ー級冷凝器中的冷凝在72 74°C下進行。
6.如權(quán)利要求I 5中任一項所述的方法，其特征在于所述ニ級冷凝器中的冷凝在58 62°C下進行。
7.如權(quán)利要求I所述的方法，其特征在于所述的精餾塔為填充塔。
8.如權(quán)利要求7所述的方法，其特征在于所述填充塔的理論塔板數(shù)為8 12塊。
9.如權(quán)利要求8所述的方法，其特征在于所述填充塔的理論塔板數(shù)為10塊。
全文摘要
本發(fā)明公開一種二硝基甲苯生產(chǎn)中廢酸濃縮工藝的硝酸預(yù)濃縮方法使來自硝化系統(tǒng)的洗滌工序的廢酸和/或廢酸汽提工藝的酸汽進入精餾塔中減壓精餾，經(jīng)再沸器汽化得濃縮后產(chǎn)物，將濃縮后產(chǎn)物送回到硝化系統(tǒng)；精餾塔的塔頂溫度為73～78℃，塔底溫度為95～103℃；位于精餾塔塔頂?shù)臍庀噙M入一級冷凝器中冷凝，將一級冷凝液送回精餾塔的塔頂，作為第一回流液，回流比為0.18～0.2；將剩余的一級冷凝液作為廢水排出；一級冷凝器的尾氣再進入二級冷凝器進行冷凝，將二級冷凝液全部送回所述精餾塔，二級冷凝液在所述精餾塔的精餾段的80～82℃處進入精餾塔。本發(fā)明的方法能夠?qū)U水中的硝酸含量降低到1％以下，大大降低了成本并且減少了對環(huán)境的污染。
文檔編號C01B21/44GK102649545SQ201110330160
公開日2012年8月29日 申請日期2011年10月26日 優(yōu)先權(quán)日2011年10月26日
發(fā)明者萬錦明, 戴元燊, 李大鵬, 薩繆爾·內(nèi)托 申請人:上海巴斯夫聚氨酯有限公司, 巴斯夫歐洲公司