DMAC或DMF废液的十塔六效精馏系统及回收方法与流程

本发明涉及一种溶剂回收方法，具体是一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统及回收方法。

背景技术：

dmac又名n,n-二甲基乙酰胺、dmf又名n,n-二甲基甲酰胺，是优良的有机溶剂，广泛的应用在医药、农药、膜行业、皮革行业、纺织行业等行业，在使用的同时产生了dmac废液。由于dmac是一种抑菌剂，在低浓度下也会杀死污水处理池中的活性污泥，因此目前利用生化处理的方法处理dmac废液尚无很好的办法。另外从经济上考虑，采用精馏的方法处理dmac废液是最佳的选择，目前国内有很多dmac废液的精馏回收方法，但是普遍存在几个问题：1)dmac高温分解的产物二甲胺，二甲胺具有毒性同时气味恶臭。近年来采取了各种办法都不能有效的解决二甲胺的污染问题，随着环保法的成立，二甲胺问题越来越引起环保局和企业的重视，急需一个很好的办法从根本上解决二甲胺的问题。2)dmac高温分解的产物乙酸，如何处理。3)dmac废液中会含有高沸物和固态物，如何在精馏的过程中分离出来。

专利号为cn104370768a的中国专利公开了含少量低沸物和高沸物的废水中低浓度dmac的蒸馏纯化方法及设备，该专利采用四级减压浓缩+成品减压精馏、脱酸精制的蒸馏纯化方法，但是对dmac的分解产物：乙酸和二甲胺(低沸物)的去处都没有交待同时对高沸物的去处也没有合理的解释。而这三种物质是精馏过程中必须解决的问题。它关系到了四个环保问题：1)水：含有二甲胺，二甲胺含量>40ppm，人就可以闻到，而且二甲胺有毒性。2)大气：二甲胺的最高允许排放浓度是：20mg/m3，在精馏的过程中不可避免的产生二甲胺，造成大气中的含量远远大于20mg/m3。3)高沸物和固态物：大部分企业的dmac废液中都含有高沸物和固态物，它们经浓缩后排放属于危废。4)乙酸：乙酸存在于脱酸塔塔釜，形成高酸dmac，如果排放属于危废。如何处理这四个环保问题成为dmac精馏系统及回收方法亟待解决的难题。

技术实现要素：

本发明的目的在于提供一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统及回收方法，以解决上述背景技术中提出的问题。

为实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统，包括废液槽、第一浓缩塔、第二浓缩塔、第三浓缩塔、第四浓缩塔、第五浓缩塔、第六浓缩塔、精馏塔、脱酸塔、气水分离罐和闪蒸罐；所述废液槽内装有废液，废液槽连接至废液泵，废液泵连接至进料预热器，进料预热器连接至第一浓缩塔；第一浓缩塔连接至第二出料泵，第二出料泵连接至第二浓缩塔，第二浓缩塔连接至第三出料泵，第三出料泵连接至第三浓缩塔，第三浓缩塔通过第四出料泵连接至第四浓缩塔，第四浓缩塔通过第五出料泵连接至第五浓缩塔，第五浓缩塔通过第六出料泵连接至闪蒸罐，闪蒸罐一端通过强制循环泵连接至进料蒸发器，进料蒸发器连接回闪蒸罐，闪蒸罐另一端连接至第六浓缩塔；第六浓缩塔通过第七出料泵连接至精馏塔中部，精馏塔通过第八出料泵连接至脱酸塔，脱酸塔顶端经dmac冷凝器连接至dmac回流罐，dmac回流罐通过dmac回流泵连接回脱酸塔，脱酸塔底端通过第九出料泵连接至分解塔，脱酸塔中间还通过成品冷却器连接至成品罐，成品罐通过成品泵连接至罐区成品罐，分解塔塔顶通过分解冷凝器连接至冷凝液罐，冷凝液罐一端由冷凝液回流泵连接回分解塔，冷凝液罐另一端由冷凝液出料泵连接回闪蒸罐。

作为本发明进一步的方案：还包括第六浓缩塔再沸器、进料蒸发器、精馏塔再沸器、脱酸塔再沸器、脱胺塔再沸器、分解塔再沸器和干燥机；所述第六浓缩塔再沸器采用一次蒸汽加热塔釜液，第六浓缩塔再沸器一端至第六浓缩塔的底端，第六浓缩塔再沸器的另一端连接至第六浓缩塔的侧壁；进料蒸发器采用一次蒸汽加热闪蒸罐内的液体，进料蒸发器一端连接至闪蒸罐，进料蒸发器的另一端连接至第六浓缩塔，第六浓缩塔连接至第五浓缩塔再沸器，第五浓缩塔一端至第五浓缩塔的底端，第五浓缩塔再沸器的另一端连接至第五浓缩塔的侧壁；第五浓缩塔的塔顶连接至第四浓缩塔再沸器，第四浓缩塔再沸器一端连接至第四浓缩塔的底端，第四浓缩塔再沸器的另一端连接至第四浓缩塔的侧壁；第四浓缩塔的塔顶连接至第三浓缩塔再沸器，第三浓缩塔一端连接至第三浓缩塔的底端，第三浓缩塔再沸器的另一端连接至第三浓缩塔的侧壁；第三浓缩塔的塔顶连接至第二浓缩塔再沸器，第二浓缩塔再沸器一端连接至第二浓缩塔的底端，第二浓缩塔再沸器的另一端连接至第二浓缩塔的侧壁；第二浓缩塔的塔顶连接至第一浓缩塔再沸器，第一浓缩塔再沸器一端连接至第一浓缩塔的底端，第一浓缩塔再沸器的另一端连接至第一浓缩塔的侧壁；。第一浓缩塔顶端通过塔顶冷凝器连接至第一浓缩塔顶液罐，第一浓缩塔顶液罐连接回第一浓缩塔。

作为本发明再进一步的方案：所述第一浓缩塔通过塔顶冷凝器连接至第一浓缩塔塔顶液罐，第一浓缩塔塔顶液罐一端通过第一回流泵连接回第一浓缩塔，第一浓缩塔塔顶液罐的另一部分通过第一出水泵连接至第二浓缩塔塔顶液罐；第二浓缩塔通过第一浓缩塔再沸器连接至第二浓缩塔塔顶液罐，第二浓缩塔塔顶液罐一端通过第二回流泵连接至第二浓缩塔，另一端通过第二出水泵送至第三浓缩塔塔顶液罐；第三浓缩塔通过第二浓缩塔再沸器连接至第三浓缩塔塔顶液罐，第三浓缩塔塔顶液罐一端通过第三回流泵连接至第三浓缩塔，另一端通过第三出水泵送至第四浓缩塔塔顶液罐；第四浓缩塔通过第三浓缩塔再沸器连接至第四浓缩塔塔顶液罐，第四浓缩塔塔顶液罐一端通过第四回流泵连接回第四浓缩塔，另一端通过第四出水泵连接至第五浓缩塔塔顶液罐；第五浓缩塔通过第四浓缩塔再沸器连接至第五浓缩塔塔顶液罐，第五浓缩塔塔顶液罐的一端通过第五回流泵连接回第五浓缩塔，另一端通过第五出水泵连接至第六浓缩塔塔顶液罐；第六浓缩塔通过第五浓缩塔再沸器连接至第六浓缩塔塔顶液罐，第六浓缩塔塔顶液罐一端通过第六回流泵连接至第六浓缩塔，另一端通过第六出水泵送至脱胺塔；精馏塔通过精馏塔塔顶冷凝器连接至精馏塔塔顶液罐，精馏塔塔顶液罐的一端通过精馏塔回流泵连接至精馏塔，另一端通过精馏塔出水泵连接至气水分离罐，气水分离罐通过气水分离罐出水泵连接回第六浓缩塔塔顶液罐；气水分离罐连接至脱氨塔塔顶冷凝器，脱氨塔塔顶冷凝器一端连接至脱氨塔塔顶液罐，另一端连接至脱氨塔；脱硫塔通过风机连接至rto蓄热式焚烧炉。

作为本发明再进一步的方案：所述第二浓缩塔塔顶液罐通过第二真空泵连接至气水分离罐，第三浓缩塔塔顶液罐通过第三真空泵连接至气水分离罐，第四浓缩塔塔顶液罐通过第四真空泵连接至气水分离罐，第五浓缩塔塔顶液罐通过第五真空泵连接至气水分离罐，第六浓缩塔塔顶液罐通过第六真空泵连接至气水分离罐，精馏塔塔顶液罐通过精馏塔真空泵连接至气水分离罐。

一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统的回收方法，其主要步骤如下：

步骤1：含有dmac的废液通过废液槽经废液泵送入进料预热器，采用蒸汽冷凝水闪蒸的蒸汽预热后进入第一浓缩塔；

步骤2：废液预热后进入第一浓缩塔进行第一次脱水浓缩，第一浓缩塔塔顶温度4045℃(冬天40℃、夏天45℃)，对应的塔釜温度4348℃；

步骤3：经过第一浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第二出料泵送入第二浓缩塔进行第二次脱水浓缩，第二浓缩塔塔顶温度51℃56℃，对应的塔釜温度53℃58℃；

步骤4：经过第二浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第三出料泵送入第三浓缩塔进行第三次脱水浓缩，第三浓缩塔塔顶温度61℃66℃，对应的塔釜温度63℃68℃；

步骤5：经过第三浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第四出料泵送入第四浓缩塔进行第四次脱水浓缩，第四浓缩塔塔顶温度71℃76℃，对应的塔釜温度73℃78℃；

步骤6：经过第四浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第五出料泵送入第五浓缩塔进行第五次脱水浓缩，第五浓缩塔塔顶温度81℃86℃，对应的塔釜温度83℃88℃；

步骤7：经过第五浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第六出料泵送入闪蒸罐，然后用强制循环泵送入进料蒸发器，与一次蒸汽进行换热后，进入闪蒸罐内减压闪蒸，使气、液分离，气相经过丝网除沫器除沫后进入第六浓缩塔；

步骤8：气相进入第六浓缩塔的气体在第六浓缩塔内进行第六次脱水浓缩，第六浓缩塔塔顶温度91℃96℃，对应的塔釜温度93℃98℃；

步骤9：经过第六浓缩塔脱水浓缩后的塔釜液由第七出料泵送至精馏塔中部进料，在精馏塔内液相中易挥发的组分水向气相中转移，气相中难挥发组分dmac向液相中转移，气、液两相在塔中逆流接触，多次的部分气化和部分冷凝，使混合液得到分离，在塔顶得到纯水含dmac<150ppm，在塔釜得到纯dmac含水<150ppm，精馏塔塔顶4045℃(冬天40℃、夏天45℃)，对应的塔釜温度95100℃；

步骤10：当精馏塔塔釜液含水<150ppm时，由第八出料泵送入脱酸塔，在脱酸塔内dmac和ppm级的二甲胺、ppm级的水易气化在脱酸塔塔顶采出，经dmac冷凝器冷凝后进入dmac回流罐，再用dmac回流泵送回脱酸塔，难挥发组分dmac与乙酸的共沸物在脱酸塔釜用第九出料泵间断微量送入分解塔处理，脱酸塔顶9095℃，对应的塔釜温度100105℃；

步骤11：送回脱酸塔的dmac脱除二甲胺和水后液相从脱酸塔上部采出，经成品冷却器冷却后进入成品罐，然后用成品泵送入罐区成品罐；

步骤12：在分解塔内，乙酸高温分解成一氧化碳和水，随着dmac从分解塔塔顶采出，经分解冷凝器冷凝后进入分解冷凝液罐，一部分由冷凝液回流泵送回分解塔，一部分由冷凝液出料泵送到闪蒸罐继续蒸发。

一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统的热能回收利用方法，其主要步骤如下：

步骤1：第六浓缩塔再沸器、进料蒸发器、精馏塔再沸器、脱酸塔再沸器、脱胺塔再沸器、分解塔再沸器和干燥机能源为一次蒸汽加热，由各自的蒸汽调节阀调节蒸汽流量来控制这七台设备的各自的温度；

步骤2：第六浓缩塔再沸器采用一次蒸汽加热塔釜液，塔釜液中的水换热气化上升形成第六浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤3：进料蒸发器采用一次蒸汽加热闪蒸罐内的液体，使dmac(dmf)和水气化进入第六浓缩塔，水蒸汽上升形成第六浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤4：第六浓缩塔的塔顶水蒸汽加热第五浓缩塔再沸器，第五浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第五浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤5：第五浓缩塔的塔顶水蒸汽加热第四浓缩塔再沸器，第四浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第四浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤6：第四浓缩塔的塔顶水蒸汽加热第三浓缩塔再沸器，第三浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第三浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤7：第三浓缩塔的塔顶水蒸汽加热第二浓缩塔再沸器，第二浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第二浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤8：第二浓缩塔的塔顶水蒸汽加热第一浓缩塔再沸器，第一浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第一浓缩塔的塔顶水蒸汽；

步骤9：第一浓缩塔的塔顶水蒸汽与循环水换热成液态塔顶水进入第一浓缩塔塔顶液罐。

一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统的水的回收处理方法，其主要步骤如下：

步骤1：第一浓缩塔塔顶水蒸汽进入塔顶冷凝器与循环水换热成液态塔顶水进入第一浓缩塔塔顶液罐，一部分由第一回流泵送回第一浓缩塔、另一部分由第一出水泵送至第二浓缩塔塔顶液罐；

步骤2：第二浓缩塔塔顶水蒸汽进入第一浓缩塔再沸器与第一浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第二浓缩塔塔顶液罐，一部分由第二回流泵送回第二浓缩塔，另一部分由第二出水泵送至第三浓缩塔塔顶液罐；

步骤3：第三浓缩塔塔顶水蒸汽进入第二浓缩塔再沸器与第二浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第三浓缩塔塔顶液罐，一部分由第三回流泵送回第三浓缩塔，一部分由第三出水泵送至第四浓缩塔塔顶液罐；

步骤4：第四浓缩塔塔顶水蒸汽进入第三浓缩塔再沸器与第三浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第四浓缩塔塔顶液罐，一部分由第四回流泵送回第四浓缩塔、一部分由第四出水泵送至第五浓缩塔塔顶液罐；

步骤5：第五浓缩塔塔顶水蒸汽进入第四浓缩塔再沸器与第四浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第五浓缩塔塔顶液罐，一部分由第五回流泵送回第五浓缩塔，一部分由第五出水泵送至第六浓缩塔塔顶液罐；

步骤6：第六浓缩塔塔顶水蒸汽进入第五浓缩塔再沸器与第五浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第六浓缩塔塔顶液罐，一部分由第六回流泵送回第六浓缩塔，一部分由第六出水泵送至脱胺塔；

步骤7：精馏塔塔顶水蒸汽进入精馏塔塔顶冷凝器与循环水换热成液态塔顶水进入精馏塔塔顶液罐，一部分由精馏塔回流泵送回精馏塔，一部分由精馏塔出水泵送至气水分离罐后，再由气水分离罐出水泵送入第六浓缩塔塔顶液罐；气水分离罐连接至脱氨塔塔顶冷凝器，脱氨塔塔顶冷凝器一端连接至脱氨塔塔顶液罐，另一端连接至脱氨塔；

步骤8：进入脱胺塔的塔顶水，在脱胺塔内易挥发的组分二甲胺向气相中转移，气相中难挥发组分水向液相中转移，气、液两相在塔中逆流接触，多次的部分气化和部分冷凝，在塔顶得到含二甲胺<10％的水溶液和二甲胺气体，塔顶的二甲胺水溶液全回流送回脱胺塔；在塔釜得到纯水含二甲胺<30ppm，塔釜的塔顶水用脱胺塔出水泵送入罐区塔顶水罐；

步骤9：塔顶的二甲胺气体用风机送到rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放。

一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统的固体废物的回收方法，其主要步骤如下：

步骤1：利用闪蒸罐的出料调节阀调节出料流量，连续微量采出闪蒸罐内的含高沸物、固态物、dmac(dmf)和水的混合液体进入干燥机，则闪蒸罐内的高沸物和固态物会维持一个平衡的低浓度，以减少进料蒸发器内换热管的堵塞；

步骤2：含高沸物、固态物、dmac(dmf)和水的混合液体在蒸发釜利用一次蒸汽进行加热，同时采用高真空将水和dmac(dmf)在中温下气化进入第一浓缩塔；

步骤3：水和dmac(dmf)气化后蒸发釜内经强力搅拌得到一个含高沸物和固态物的混合体，混合体装桶后送到危废焚烧站焚烧处理。

与现有技术相比，本发明的有益效果是：本发明的优点在于解决了大气污染和水污染问题。dmac(dmf)的分解反应是自催化反应，在酸或碱存在的情况下，会催化加速其分解，在120℃以下微量分解，120℃以上随着温度的上升分解量呈几何倍数的增加。因此只有采用低温浓缩和低温精馏、低温脱酸，才能从根本上减少dmac(dmf)的分解。本发明dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，整个工艺过程全部在低温下进行，dmac(dmf)微量分解，最终dmac(dmf)分解的产物二甲胺存在于塔顶水中和大气中。虽然在塔顶水中只有150ppm，但是直接排放会对环境造成污染，本发明利用脱胺塔将塔顶水中的二甲胺脱除，脱除二甲胺的塔顶水回生产线重复利用，脱除出来的二甲胺以气相的形式去rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放，彻底治理了塔顶水中的二甲胺污染。大气中的二甲胺(气水分离罐中的二甲胺)含量虽然很低，但无法达到环保标准，也送到rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放，彻底治理了大气中的二甲胺污染。

本发明的优点在于解决了固废污染问题。dmac(dmf)废液中的高沸物和固态物是生产过程中的原材料，在蒸发釜内采用高真空中温将水和dmac(dmf)脱除后，形成含高沸物、固态物的混合体，但是由于很多物质会在高温下裂解或发生颜色上的变化，因此无法回用，将混合体装桶后送到危废焚烧站焚烧处理，彻底治理了固废污染。

本发明的优点在于解决了乙酸(甲酸)污染问题。dmac(dmf)的分解反应是自催化反应，在酸或碱存在的情况下，会催化加速其分解，在120℃以下微量分解，120℃以上随着温度的上升分解量呈几何倍数的增加。因此只有采用低温浓缩和低温精馏、低温脱酸，才能从根本上减少dmac(dmf)的分解。本发明dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，整个工艺过程全部在低温下进行，dmac(dmf)微量分解，但是由于乙酸(甲酸)在低温下无法分解，最终会累积在脱酸塔塔釜，从而影响dmac(dmf)成品品质，因此采用乙酸(甲酸)分解塔在常压下利用高温将乙酸(甲酸)分解成水和一氧化碳，彻底治理了乙酸(甲酸)污染问题。

本发明的优点在于更节能，由于在dmac(dmf)废液浓缩过程中热量利用了六次，比现有技术多利用了两次，节能效果明显，与对比文件相比节能30％。

本发明的优点在于回收率高、产品品质好，由于dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，dmac(dmf)微量分解，dmac(dmf)成品的回收率>99％，同时dmac(dmf)成品含水<200ppm、乙酸<20ppm、二甲胺<10ppm。根据以上数据，本发明既彻底解决了所有的环保问题同时创造了良好的经济效益。

附图说明

图1为dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统的结构示意图。

图2为图1中a框的放大图。

图3为图1中b框的放大图。

图4为图1中c框的放大图。

图5为图1中d框的放大图。

图中：101-第一浓缩塔，201-第二浓缩塔，301-第三浓缩塔，401-第四浓缩塔，501-第五浓缩塔，601-第六浓缩塔，701-精馏塔，801-脱酸塔，901-气水分离罐，100-闪蒸罐，200-干燥机，300-出料泵连接管，400-强制循环泵,500-进料蒸发器，600-dmac回流罐，611-dmac回流泵，622-dmac冷凝器，700-分解塔,800-成品冷却器，900-成品罐，911-成品泵，922-罐区成品罐，990-脱氨塔，991-脱氨塔出水泵，992-脱氨塔，993-脱氨塔顶冷凝器，994-脱氨塔塔顶液罐，995-脱氨塔回水泵，996-风机，997-rto蓄热式焚烧炉，102-第一浓缩塔塔顶液罐，103-第一塔顶冷凝器，104-第一真空泵，105-第一回流泵，106-第一出水泵，107-进料预热器，108-第一热水槽，109-第一蒸汽冷凝水，110-废液槽，111-第一浓缩塔再沸器，202-第二浓缩塔塔顶液罐，203-第二出料泵，204-第二真空泵，205-第二回流泵，206-第二出水泵，207-第二浓缩塔再沸器，302-第三浓缩塔塔顶液罐，303-第三出料泵，304-第三真空泵，305-第三回流泵，306-第三出水泵，307-第三浓缩塔再沸器，402-第四浓缩塔塔顶液罐，403-第四出料泵，404-第四真空泵，405-第四回流泵，406-第四出水泵，407-第四浓缩塔再沸器，502-第五浓缩塔塔顶液罐，503-第五出料泵，504-第五真空泵，505-第五回流泵，506-第五出水泵，507-第五浓缩塔再沸器，602-第六浓缩塔塔顶液罐，603-第六出料泵，604-第六真空泵，605-第六回流泵，606-第六出水泵，607-第六浓缩塔再沸器，702-精馏塔再沸器，703-第七出料泵，704-精馏塔塔顶冷凝器，705-精馏塔塔顶液罐，705-精馏塔出水泵，706-精馏塔真空泵，707-精馏塔回流泵，711-分解冷凝器，722-冷凝液罐，733-冷凝液回流泵，744-冷凝液出料泵，755-分解塔再沸器，803-第八出料泵，902-气水分离罐出水泵，903-第九出料泵吗，904-脱酸塔再沸器。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本发明的技术方案作进一步详细地说明。

请参阅图1-5，一种dmac或dmf废液的十塔六效精馏系统，包括废液槽110、第一浓缩塔101、第二浓缩塔201、第三浓缩塔301、第四浓缩塔401、第五浓缩塔501、第六浓缩塔601、精馏塔701、脱酸塔801、气水分离罐901和闪蒸罐100；所述废液槽110内装有废液，废液槽110连接至废液泵，废液泵连接至进料预热器107，进料预热器107连接至第一浓缩塔101；第一浓缩塔101连接至第二出料泵203，第二出料泵203连接至第二浓缩塔201，第二浓缩塔201连接至第三出料泵303，第三出料泵303连接至第三浓缩塔301，第三浓缩塔301通过第四出料泵403连接至第四浓缩塔401，第四浓缩塔401通过第五出料泵503连接至第五浓缩塔501，第五浓缩塔501通过第六出料泵603连接至闪蒸罐100，闪蒸罐100一端通过强制循环泵400连接至进料蒸发器500，进料蒸发器500连接回闪蒸罐100，闪蒸罐100另一端连接至第六浓缩塔601；第六浓缩塔601通过第七出料泵703连接至精馏塔701中部，精馏塔701通过第八出料泵803连接至脱酸塔801，脱酸塔801顶端经dmac冷凝器622连接至dmac回流罐600，dmac回流罐600通过dmac回流泵611连接回脱酸塔801，脱酸塔801底端通过第九出料泵903连接至分解塔700，脱酸塔801中间还通过成品冷却器800连接至成品罐900，成品罐900通过成品泵911连接至罐区成品罐922，分解塔700塔顶通过分解冷凝器711连接至冷凝液罐722，冷凝液罐722一端由冷凝液回流泵733连接回分解塔700，冷凝液罐722另一端由冷凝液出料泵744连接回闪蒸罐100；

本发明在浓缩过程中热量利用了六次，比现有技术多利用了二次，热量的多次利用包括以下装置，第六浓缩塔再沸器607、进料蒸发器500、精馏塔再沸器702、脱酸塔再沸器904、脱胺塔再沸器、分解塔再沸器755和干燥机200；上述装盒子均为一次蒸汽加热，由各自的蒸汽调节阀调节蒸汽流量来控制这七台设备的各自的温度；所述第六浓缩塔再沸器607采用一次蒸汽加热塔釜液，第六浓缩塔再沸器607一端至第六浓缩塔601的底端，第六浓缩塔再沸器607的另一端连接至第六浓缩塔601的侧壁；进料蒸发器500采用一次蒸汽加热闪蒸罐内的液体，进料蒸发器500一端连接至闪蒸罐100，进料蒸发器500的另一端连接至第六浓缩塔601，第六浓缩塔601连接至第五浓缩塔再沸器507，第五浓缩塔501一端至第五浓缩塔501的底端，第五浓缩塔再沸器507的另一端连接至第五浓缩塔501的侧壁；第五浓缩塔501的塔顶连接至第四浓缩塔再沸器407，第四浓缩塔再沸器407一端连接至第四浓缩塔401的底端，第四浓缩塔再沸器407的另一端连接至第四浓缩塔401的侧壁；第四浓缩塔401的塔顶连接至第三浓缩塔再沸器307，第三浓缩塔301一端连接至第三浓缩塔301的底端，第三浓缩塔再沸器307的另一端连接至第三浓缩塔301的侧壁；第三浓缩塔301的塔顶连接至第二浓缩塔再沸器207，第二浓缩塔再沸器207一端连接至第二浓缩塔201的底端，第二浓缩塔再沸器207的另一端连接至第二浓缩塔201的侧壁；第二浓缩塔201的塔顶连接至第一浓缩塔再沸器111，第一浓缩塔再沸器111一端连接至第一浓缩塔101的底端，第一浓缩塔再沸器111的另一端连接至第一浓缩塔101的侧壁；。第一浓缩塔101顶端通过塔顶冷凝器103连接至第一浓缩塔顶液罐102，第一浓缩塔顶液罐102连接回第一浓缩塔111；

第一浓缩塔101通过塔顶冷凝器103连接至第一浓缩塔塔顶液罐102，第一浓缩塔塔顶液罐102一端通过第一回流泵105连接回第一浓缩塔101，第一浓缩塔塔顶液罐102的另一部分通过第一出水泵106连接至第二浓缩塔塔顶液罐202；第二浓缩塔201通过第一浓缩塔再沸器111连接至第二浓缩塔塔顶液罐202，第二浓缩塔塔顶液罐202一端通过第二回流泵205连接至第二浓缩塔201，另一端通过第二出水泵206送至第三浓缩塔塔顶液罐302；第三浓缩塔301通过第二浓缩塔再沸器207连接至第三浓缩塔塔顶液罐302，第三浓缩塔塔顶液罐302一端通过第三回流泵305连接至第三浓缩塔301，另一端通过第三出水泵306送至第四浓缩塔塔顶液罐402；第四浓缩塔401通过第三浓缩塔再沸器307连接至第四浓缩塔塔顶液罐402，第四浓缩塔塔顶液罐402一端通过第四回流泵405连接回第四浓缩塔401，另一端通过第四出水泵406连接至第五浓缩塔塔顶液罐502；第五浓缩塔501通过第四浓缩塔再沸器407连接至第五浓缩塔塔顶液罐502，第五浓缩塔塔顶液罐502的一端通过第五回流泵505连接回第五浓缩塔501，另一端通过第五出水泵506连接至第六浓缩塔塔顶液罐602；第六浓缩塔601通过第五浓缩塔再沸器507连接至第六浓缩塔塔顶液罐602，第六浓缩塔塔顶液罐602一端通过第六回流泵605连接至第六浓缩塔601，另一端通过第六出水泵606送至脱胺塔990；精馏塔701通过精馏塔塔顶冷凝器704连接至精馏塔塔顶液罐706，精馏塔塔顶液罐706的一端通过精馏塔回流泵707连接至精馏塔701，另一端通过精馏塔出水泵705连接至气水分离罐901，气水分离罐901通过气水分离罐出水泵902连接回第六浓缩塔塔顶液罐602；气水分离罐901连接至脱氨塔塔顶冷凝器993，脱氨塔塔顶冷凝器993一端连接至脱氨塔塔顶液罐994，另一端连接至脱氨塔990；脱硫塔990通过风机996连接至rto蓄热式焚烧炉997；

第二浓缩塔塔顶液罐202通过第二真空泵204连接至气水分离罐901，第三浓缩塔塔顶液罐302通过第三真空泵304连接至气水分离罐901，第四浓缩塔塔顶液罐402通过第四真空泵404连接至气水分离罐901，第五浓缩塔塔顶液罐502通过第五真空泵504连接至气水分离罐901，第六浓缩塔塔顶液罐602通过第六真空泵604连接至气水分离罐901，精馏塔塔顶液罐705通过精馏塔真空泵706连接至气水分离罐901；

本发明解决现有技术的能耗问题和乙酸的污染，所采用的技术方案是：dmac在100℃以内进行六级浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，整个工艺过程全部在低温下进行，dmac微量分解，分解的乙酸在分解塔内高温分解，其特征在于包括以下步骤：

步骤1：含有dmac的废液通过废液槽110经废液泵送入进料预热器107，采用蒸汽冷凝水闪蒸的蒸汽预热后进入第一浓缩塔101；

步骤2：废液预热后进入第一浓缩塔101进行第一次脱水浓缩，第一浓缩塔101塔顶温度4045℃(冬天40℃、夏天45℃)，对应的塔釜温度4348℃；

步骤3：经过第一浓缩塔101脱水浓缩后的塔釜液由第二出料泵203送入第二浓缩塔201进行第二次脱水浓缩，第二浓缩塔塔顶温度51℃56℃，对应的塔釜温度53℃58℃；

步骤4：经过第二浓缩塔201脱水浓缩后的塔釜液由第三出料泵303送入第三浓缩塔301进行第三次脱水浓缩，第三浓缩塔301塔顶温度61℃66℃，对应的塔釜温度63℃68℃；

步骤5：经过第三浓缩塔301脱水浓缩后的塔釜液由第四出料泵403送入第四浓缩塔401进行第四次脱水浓缩，第四浓缩塔401塔顶温度71℃76℃，对应的塔釜温度73℃78℃；

步骤6：经过第四浓缩塔401脱水浓缩后的塔釜液由第五出料泵503送入第五浓缩塔501进行第五次脱水浓缩，第五浓缩塔501塔顶温度81℃86℃，对应的塔釜温度83℃88℃；

步骤7：经过第五浓缩塔501脱水浓缩后的塔釜液由第六出料泵603送入闪蒸罐100，然后用强制循环泵400送入进料蒸发器500，与一次蒸汽进行换热后，进入闪蒸罐100内减压闪蒸，使气、液分离，气相经过丝网除沫器除沫后进入第六浓缩塔601；

步骤8：气相进入第六浓缩塔601的气体在第六浓缩塔601内进行第六次脱水浓缩，第六浓缩塔塔顶温度91℃96℃，对应的塔釜温度93℃98℃；

步骤9：经过第六浓缩塔601脱水浓缩后的塔釜液由第七出料泵703送至精馏塔701中部进料，在精馏塔701内液相中易挥发的组分水向气相中转移，气相中难挥发组分dmac向液相中转移，气、液两相在塔中逆流接触，多次的部分气化和部分冷凝，使混合液得到分离，在塔顶得到纯水含dmac<150ppm，在塔釜得到纯dmac含水<150ppm，精馏塔701塔顶4045℃(冬天40℃、夏天45℃)，对应的塔釜温度95100℃；

步骤10：当精馏塔701塔釜液含水<150ppm时，由第八出料泵803送入脱酸塔801，在脱酸塔801内dmac和ppm级的二甲胺、ppm级的水易气化在脱酸塔801塔顶采出，经dmac冷凝器622冷凝后进入dmac回流罐600，再用dmac回流泵611送回脱酸塔801，难挥发组分dmac与乙酸的共沸物在脱酸塔801釜用第九出料泵903间断微量送入分解塔700处理，脱酸塔801顶9095℃，对应的塔釜温度100105℃；

步骤11：送回脱酸塔801的dmac脱除二甲胺和水后液相从脱酸塔上部采出，经成品冷却器800冷却后进入成品罐900，然后用成品泵911送入罐区成品罐922。

步骤12：在分解塔700内，乙酸高温分解成一氧化碳和水，随着dmac从分解塔700塔顶采出，经分解冷凝器711冷凝后进入分解冷凝液罐722，一部分由冷凝液回流泵733送回分解塔700，一部分由冷凝液出料泵744送到闪蒸罐100继续蒸发。

本发明在浓缩过程中热量利用了六次，比现有技术多利用了二次，节能效果明显，热能循环利用主要包括以下步骤：

步骤1：第六浓缩塔再沸器607、进料蒸发器500、精馏塔再沸器702、脱酸塔再沸器904、脱胺塔再沸器、分解塔再沸器755和干燥机200能源为一次蒸汽加热，由各自的蒸汽调节阀调节蒸汽流量来控制这七台设备的各自的温度；

步骤2：第六浓缩塔再沸器607采用一次蒸汽加热塔釜液，塔釜液中的水换热气化上升形成第六浓缩塔601的塔顶水蒸汽；

步骤3：进料蒸发器500采用一次蒸汽加热闪蒸罐内的液体，使dmac(dmf)和水气化进入第六浓缩塔601，水蒸汽上升形成第六浓缩塔601的塔顶水蒸汽；

步骤4：第六浓缩塔601的塔顶水蒸汽加热第五浓缩塔再沸器507，第五浓缩塔501塔釜液中的水换热气化上升形成第五浓缩塔501的塔顶水蒸汽。

步骤5：第五浓缩塔501的塔顶水蒸汽加热第四浓缩塔再沸器407，第四浓缩塔塔釜液中的水换热气化上升形成第四浓缩塔401的塔顶水蒸汽。

步骤6：第四浓缩塔401的塔顶水蒸汽加热第三浓缩塔再沸器307，第三浓缩塔301塔釜液中的水换热气化上升形成第三浓缩塔301的塔顶水蒸汽。

步骤7：第三浓缩塔301的塔顶水蒸汽加热第二浓缩塔再沸器207，第二浓缩塔301塔釜液中的水换热气化上升形成第二浓缩塔301的塔顶水蒸汽。

步骤8：第二浓缩塔201的塔顶水蒸汽加热第一浓缩塔再沸器111，第一浓缩塔101塔釜液中的水换热气化上升形成第一浓缩塔的塔顶水蒸汽。

步骤9：第一浓缩塔101的塔顶水蒸汽与循环水换热成液态塔顶水进入第一浓缩塔塔顶液罐102。

本发明解决了现有技术的水污染问题，所采用的技术方案是：dmac(dmf)分解产生的二甲胺经过脱胺塔脱胺后，水可以回生产线重复利用，而二甲胺则以气相的形式去rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放。其特征在于包括以下步骤：

步骤1：第一浓缩塔101塔顶水蒸汽进入塔顶冷凝器103与循环水换热成液态塔顶水进入第一浓缩塔塔顶液罐102，一部分由第一回流泵105送回第一浓缩塔101、另一部分由第一出水泵106送至第二浓缩塔塔顶液罐202；

步骤2：第二浓缩塔201塔顶水蒸汽进入第一浓缩塔再沸器111与第一浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第二浓缩塔塔顶液罐202，一部分由第二回流泵205送回第二浓缩塔201，另一部分由第二出水泵206送至第三浓缩塔塔顶液罐302；

步骤3：第三浓缩塔301塔顶水蒸汽进入第二浓缩塔再沸器207与第二浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第三浓缩塔塔顶液罐302，一部分由第三回流泵305送回第三浓缩塔301，一部分由第三出水泵306送至第四浓缩塔塔顶液罐402；

步骤4：第四浓缩塔401塔顶水蒸汽进入第三浓缩塔再沸器307与第三浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第四浓缩塔塔顶液罐402，一部分由第四回流泵405送回第四浓缩塔401、一部分由第四出水泵406送至第五浓缩塔塔顶液罐502；

步骤5：第五浓缩塔501塔顶水蒸汽进入第四浓缩塔再沸器407与第四浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第五浓缩塔塔顶液罐502，一部分由第五回流泵505送回第五浓缩塔501，一部分由第五出水泵506送至第六浓缩塔塔顶液罐602；

步骤6：第六浓缩塔601塔顶水蒸汽进入第五浓缩塔再沸器507与第五浓缩塔塔釜液换热成液态塔顶水后进入第六浓缩塔塔顶液罐602，一部分由第六回流泵605送回第六浓缩塔601，一部分由第六出水泵606送至脱胺塔990；

步骤7：精馏塔701塔顶水蒸汽进入精馏塔塔顶冷凝器704与循环水换热成液态塔顶水进入精馏塔塔顶液罐706，一部分由精馏塔回流泵707送回精馏塔701，一部分由精馏塔出水泵705送至气水分离罐901后，再由气水分离罐出水泵902送入第六浓缩塔塔顶液罐602；气水分离罐901连接至脱氨塔塔顶冷凝器993，脱氨塔塔顶冷凝器993一端连接至脱氨塔塔顶液罐994，另一端连接至脱氨塔990；

步骤8：进入脱胺塔990的塔顶水，在脱胺塔901内易挥发的组分二甲胺向气相中转移，气相中难挥发组分水向液相中转移，气、液两相在塔中逆流接触，多次的部分气化和部分冷凝，在塔顶得到含二甲胺<10％的水溶液和二甲胺气体，塔顶的二甲胺水溶液全回流送回脱胺塔990；在塔釜得到纯水含二甲胺<30ppm，塔釜的塔顶水用脱胺塔出水泵991送入罐区塔顶水罐；

步骤9：塔顶的二甲胺气体用风机996送到rto蓄热式焚烧炉997焚烧，达标后排放。

本发明解决现有技术的固废污染，所采用的技术方案是：针对物料中的高沸物和固态物采用高真空中温脱除水和dmac(dmf)后装桶送到危废焚烧站焚烧处理，其特征在于包括以下步骤：

步骤1：利用闪蒸罐100的出料调节阀调节出料流量，连续微量采出闪蒸罐内的含高沸物、固态物、dmac(dmf)和水的混合液体进入干燥机200，则闪蒸罐100内的高沸物和固态物会维持一个平衡的低浓度，以减少进料蒸发器内换热管的堵塞；

步骤2：含高沸物、固态物、dmac(dmf)和水的混合液体在蒸发釜利用一次蒸汽进行加热，同时采用高真空将水和dmac(dmf)在中温下气化进入第一浓缩塔101；

步骤3：水和dmac(dmf)气化后蒸发釜内经强力搅拌得到一个含高沸物和固态物的混合体，混合体装桶后送到危废焚烧站焚烧处理。

本发明解决了现有技术的大气污染问题，所采用的技术方案是：dmac(dmf)分解产生的二甲胺，由于二甲胺的沸点约7℃，用循环水不能全部冷凝，二甲胺随着真空泵进入气水分离罐，二甲胺气体用风机送到rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放。其特征在于包括以下步骤：

步骤1：第一浓缩塔101、第二浓缩塔201、第三浓缩塔301、第四浓缩塔401、第五浓缩塔501、第六浓缩塔601、精馏塔701和脱酸塔801均为真空操作，由各自的真空调节阀调节进气流量来控制这八台塔器的各自的真空度；

步骤2：第二浓缩塔塔顶液罐202通过第二真空泵204连接至气水分离罐901，第二真空泵204位水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.09mpa0.0925mpa

步骤3：第三浓缩塔塔顶液罐302通过第三真空泵304连接至气水分离罐901，第三真空泵304位水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.083mpa0.0865mpa

步骤4：第四浓缩塔塔顶液罐402通过第四真空泵404连接至气水分离罐901，第四真空泵404位水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.0705mpa0.079mpa

步骤5：第五浓缩塔塔顶液罐502通过第五真空泵504连接至气水分离罐901，第五真空泵504位水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.058mpa0.065mpa

步骤6：第六浓缩塔塔顶液罐602通过第六真空泵604连接至气水分离罐901，第六真空泵604位水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.0395mpa0.050mpa

步骤7：精馏塔塔顶液罐705通过精馏塔真空泵706连接至气水分离罐901，精馏塔真空泵706采用水环真空泵抽吸，其塔顶真空度为：0.09mpa0.0925mpa

步骤8：真空泵抽出的气体和水环水在气水分离罐901内分离，水循环使用，气体则由风机送到rto蓄热式焚烧炉焚烧。

下表是对比文件与本发明在公用工程条件和运行情况上的比较。



所述精馏系统在使用时，由于温度的升高，dmac(dmf)分解量加大，乙酸(甲酸)大量产生，乙酸(甲酸)会累积在脱酸塔塔釜，如果没有去处就会随着成品出来，造成成品品质不达标，因此新增了一个乙酸(甲酸)分解塔处理乙酸(甲酸)。将乙酸(甲酸)变成一氧化碳和水。这个乙酸(甲酸)分解塔是以前没有的；由于温度的升高，dmac(dmf)分解量加大，二甲胺大量产生，会造成塔顶水里二甲胺的含量超标，人有感观会闻到水中二甲胺的味道，因此增加了一个脱胺塔，将水中二甲胺脱除出来，变成气态的二甲胺水蒸汽去式焚烧炉焚烧，个脱胺塔也是以前没有的；由于温度的升高，dmac(dmf)分解量加大，二甲胺大量产生，会造成大气中二甲胺含量超标(主要是真空泵抽出来的不凝气，从气水分离罐的放空口排出)，也送入焚烧炉焚烧，这样水和大气的环保问题才能彻底解决，焚烧炉也是以前没有的。

本发明的优点在于解决了大气污染和水污染问题。dmac(dmf)的分解反应是自催化反应，在酸或碱存在的情况下，会催化加速其分解，在120℃以下微量分解，120℃以上随着温度的上升分解量呈几何倍数的增加。因此只有采用低温浓缩和低温精馏、低温脱酸，才能从根本上减少dmac(dmf)的分解。本发明dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，整个工艺过程全部在低温下进行，dmac(dmf)微量分解，最终dmac(dmf)分解的产物二甲胺存在于塔顶水中和大气中。虽然在塔顶水中只有150ppm，但是直接排放会对环境造成污染，本发明利用脱胺塔将塔顶水中的二甲胺脱除，脱除二甲胺的塔顶水回生产线重复利用，脱除出来的二甲胺以气相的形式去rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放，彻底治理了塔顶水中的二甲胺污染。大气中的二甲胺(气水分离罐中的二甲胺)含量虽然很低，但无法达到环保标准，也送到rto蓄热式焚烧炉焚烧，达标后排放，彻底治理了大气中的二甲胺污染。

本发明的优点在于解决了固废污染问题。dmac(dmf)废液中的高沸物和固态物是生产过程中的原材料，在蒸发釜内采用高真空中温将水和dmac(dmf)脱除后，形成含高沸物、固态物的混合体，但是由于很多物质会在高温下裂解或发生颜色上的变化，因此无法回用，将混合体装桶后送到危废焚烧站焚烧处理，彻底治理了固废污染。

本发明的优点在于解决了乙酸(甲酸)污染问题。dmac(dmf)的分解反应是自催化反应，在酸或碱存在的情况下，会催化加速其分解，在120℃以下微量分解，120℃以上随着温度的上升分解量呈几何倍数的增加。因此只有采用低温浓缩和低温精馏、低温脱酸，才能从根本上减少dmac(dmf)的分解。本发明dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，整个工艺过程全部在低温下进行，dmac(dmf)微量分解，但是由于乙酸(甲酸)在低温下无法分解，最终会累积在脱酸塔塔釜，从而影响dmac(dmf)成品品质，因此采用乙酸(甲酸)分解塔在常压下利用高温将乙酸(甲酸)分解成水和一氧化碳，彻底治理了乙酸(甲酸)污染问题。

本发明的优点在于更节能，由于在dmac(dmf)废液浓缩过程中热量利用了六次，比现有技术多利用了两次，节能效果明显，与对比文件相比节能30％。

本发明的优点在于回收率高、产品品质好，由于dmac(dmf)在100℃以内进行浓缩，在105℃以内进行精馏和脱酸，dmac(dmf)微量分解，dmac(dmf)成品的回收率>99％，同时dmac(dmf)成品含水<200ppm、乙酸<20ppm、二甲胺<10ppm。根据以上数据，本发明既彻底解决了所有的环保问题同时创造了良好的经济效益。

上面对本发明的较佳实施方式作了详细说明，但是本发明并不限于上述实施方式，在本领域的普通技术人员所具备的知识范围内，还可以在不脱离本发明宗旨的前提下作出各种变化。

技术特征：

技术总结

本发明公开了一种DMAC或DMF废液的十塔六效精馏系统，包括进料预热器、第一浓缩塔、第二浓缩塔、第三浓缩塔、第四浓缩塔、第五浓缩塔、第六浓缩塔、精馏塔、脱酸塔、乙酸(甲酸)分解塔、脱胺塔、闪蒸罐、干燥机和气水分离罐、焚烧炉；并公布了该DMAC或DMF废液的十塔六效精馏系统的回收方法、乙酸(甲酸)的处理方法、热能回收利用方法、水的回收处理方法和固体废物的回收方法，本发明解决了DMAC(DMF)反应过程中的大气污染和水污染问题，解决了固废污染问题，解决了乙酸(甲酸)污染问题；且本发明利用了六次热能，节能效果明显。

技术研发人员：章旭元

受保护的技术使用者：常州冀德环保科技有限公司

技术研发日：2017.05.18

技术公布日：2017.08.29