一种回收硝酸的方法及装置与流程

1.本发明属于化工领域，更具体地，涉及一种回收硝酸的方法及装置。


背景技术：

2.目前，国内苯乙烯抽提装置粗苯乙烯脱色单元有无机酸和有机酸脱色两种工艺，其中，无机酸脱色工艺产生的硝酸废水硝酸含量大，而这部分硝酸还需用碱液中和后变成硝酸盐才进入废水处理厂进一步处理，此股含酸废水的排放不仅造成了硝酸的浪费，而且带来了中和碱液的浪费，中和后产生的含氮盐废水处理难度大。
3.cn201310413412.3涉及一种稀硝酸回收方法，包括如下步骤：浓度为3～8％的稀硝酸进入精馏塔中部，所述精馏塔顶蒸出的水蒸气送入换热器中与吸收塔来的20℃的尾气换热，换热后的尾气再用高温nox加热后，进入尾气膨胀机回收能量；水蒸气在换热同时形成冷凝液，部分送入精馏塔顶作为回流液，部分作为硝酸吸收塔用水；在所述精馏塔底部形成浓度为35％以上的硝酸，送回直硝系统加工浓硝酸。
4.cn201611217555.7涉及一种铀纯化转化及核燃料后处理工业中含铀废液中硝酸回收的工艺方法及装置。本发明通过减压精馏回收硝酸的工艺方法，回收了含铀酸性废液中的硝酸及水进行了复用，避免了硝酸的浪费、大大减少了废液的体积、降低了设备腐蚀过快及“红油”爆炸的风险，从而达到了降低了铀纯化生产成本、环保减排、提高操作安全性的目的。
5.从上述专利申请所公开的技术可以看出，现有的硝酸回收方法仅仅是实现了硝酸的提浓或者硝酸的杂质脱除，并未涉及硝酸中产品的回收。


技术实现要素：

6.本发明的目的是提供一种回收硝酸的方法及装置，该方法不仅可实现含酸废水中硝酸与烃类的回收，将其应用至粗苯乙烯脱色工艺中，可降低碱的消耗量，还可降低现有粗苯乙烯脱色装置的废水排放量，进而大大降低现有粗苯乙烯脱色装置的废水总氮排放量，提高装置废水的可处理性。
7.为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种回收硝酸的方法，其特征在于，该方法包括：
8.通过以下三种方式之一回收含酸废水中的硝酸和烃类，其中，所述含酸废水包括含量为10～70wt％的硝酸和含量不大于10wt％的烃类：
9.方式一：将含酸废水送至分离塔ⅰ中分离出轻组分ⅰ和重组分ⅰ，分离出的轻组分ⅰ继续送至分离塔ⅱ内，进一步分离出轻组分ⅲ和硝酸；
10.方式二：将含酸废水送至分离塔ⅰ中分离出轻组分ⅲ和重组分ⅱ，分离出的重组分ⅱ继续送至分离塔ⅱ内，进一步分离出硝酸和重组分ⅰ；
11.方式三：将含酸废水送至分离塔ⅰ中分离出轻组分ⅳ和重组分ⅲ，分离出的重组分ⅲ送至分离塔ⅱ内，继续分离出轻组分ⅱ和重组分ⅰ，将轻组分ⅱ继续送至分离塔ⅰ，进一步
分离出硝酸和轻组分
ⅴ
。
12.本发明上述各方法中分离出的轻组分和重组分主要区别在于其中烃类、硝酸、水以及重焦油的含量，轻组分ⅰ中含有1～20wt％烃类、30～60wt％水和30～60wt％硝酸；轻组分ⅱ含有30～70wt％水和30～70wt％硝酸；轻组分ⅲ含有10～50wt％烃类和50～90wt％水；轻组分ⅳ含有30～90wt％烃类和10～70wt％水；轻组分
ⅴ
含有95～99.9wt％水和0.1～5wt％烃类。相应的分离出的重组分ⅰ含有80～100wt％重焦油，重组分ⅱ含有60～70wt％硝酸和30～40wt％水；重组分ⅲ含有30～70wt％硝酸和30～70wt％水。
13.根据本发明，优选地，所述含酸废水中，硝酸的含量为30～65wt％，进一步优选地，硝酸的含量为40～60wt％，烃类的含量为0.01～10wt％，水的含量为30～70wt％；所述烃类为苯乙烯、二甲苯、甲基苯乙烯中的至少一种；所述含酸废水来自于苯乙烯抽提装置。本发明上述回收方式一中，优选地，所述分离塔ⅰ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅰ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为50～130℃，进一步优选地，所述分离塔ⅰ塔顶的操作压力为5～30kpaa，操作温度为50～100℃；
14.所述分离塔ⅱ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅱ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为30～110℃，进一步优选地，所述分离塔ⅱ塔顶的操作压力为60～120kpaa，操作温度为80～110℃。
15.本发明上述回收方式二中，优选地，所述分离塔ⅰ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅰ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为30～110℃，进一步优选地，所述分离塔ⅰ塔顶的操作压力为5～30kpaa，操作温度为30～70℃；
16.所述分离塔ⅱ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅱ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为50～130℃，进一步优选地，所述分离塔ⅱ塔顶的操作压力为5～30kpaa，操作温度为50～100℃。
17.本发明上述回收方式三中，优选地，所述分离塔ⅰ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅰ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为20～110℃，进一步优选地，所述分离塔ⅰ塔顶的操作压力为5～30kpaa，操作温度为20～70℃；
18.所述分离塔ⅱ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅱ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为50～130℃，进一步优选地，所述分离塔ⅱ塔顶的操作压力为5～30kpaa，操作温度为50～100℃；
19.所述分离塔ⅲ的理论塔板数为1～20，理论进料板为第1块板至第15块板；所述分离塔ⅲ的质量回流比为1～5，塔顶的操作压力为5～120kpaa，操作温度为30～110℃，进一步优选地，所述分离塔ⅲ塔顶的操作压力为80～120kpaa，操作温度为90～110℃。
20.本发明第二方面提供一种回收硝酸的装置，所述装置包括含酸废水进料管线、硝酸采出管线、烃类采出管线、分离塔ⅰ、分离塔ⅱ以及任选的分离塔ⅲ；
21.所述含酸废水进料管线与分离塔ⅰ连接，
22.所述分离塔ⅰ塔顶与分离塔ⅱ连接，所述分离塔ⅱ塔顶与烃类采出管线连接，塔底与硝酸采出管线连接；
23.或者所述分离塔ⅰ塔顶与烃类采出管线连接，塔底与分离塔ⅱ连接，所述分离塔ⅱ塔顶与硝酸采出管线连接；
24.或者所述分离塔ⅰ塔顶与烃类采出管线连接，塔底与分离塔ⅱ连接，所述分离塔ⅱ塔顶与所述分离塔ⅲ连接，所述分离塔ⅲ塔底与硝酸采出管线连接。
25.本发明第三方面提供一种粗苯乙烯脱色的工艺，所述工艺包括：将粗苯乙烯依次经过酸洗、碱洗以及水洗，得到脱色苯乙烯，将酸洗过程中的含酸废水利用上述回收硝酸的方法回收，得到苯乙烯和硝酸。
26.本发明中涉及的粗苯乙烯的酸洗、碱洗以及水洗过程为本领域常规技术，没有特殊的限制，本领域技术人员根据常规操作确认操作条件即可。
27.本发明中，还可将回收得到的硝酸作为脱色剂送至酸洗单元，循环利用。为了进一步回收原料，还可将回收得到的苯乙烯送至碱洗单元。
28.本发明第四方面提供一种粗苯乙烯脱色的装置，所述装置包括：粗苯乙烯进料管线、酸洗单元、碱洗单元、水洗单元、脱色苯乙烯采出管线以及上述回收硝酸的装置；
29.其中，所述粗苯乙烯进料管线、酸洗单元、碱洗单元、水洗单元、脱色苯乙烯采出管线依次连接，所述酸洗单元与所述回收硝酸的装置通过所述含酸废水进料管线连接。
30.本发明中对涉及的酸洗单元、碱洗单元以及水洗单元没有特殊限制，均为本领域常规设置。
31.根据本发明，优选地，所述硝酸采出管线与所述酸洗单元连接，所述烃类采出管线与所述碱洗单元连接。
32.与现有技术相比，本发明具有如下优点：
33.1)本发明通过对含酸废水进行回收，可实现硝酸和烃类的回收再利用，并减少含酸废水的排放。
34.2)本发明通过对粗苯乙烯脱色工艺酸洗过程中产生的含酸废水进行再次分离利用，不仅可以实现硝酸和苯乙烯的回收，可降低碱的消耗量，还可降低现有粗苯乙烯脱色装置的废水排放量，进而大大降低现有粗苯乙烯脱色装置的废水总氮排放量，提高粗苯乙烯脱色工艺中废水的可处理性。
35.本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
36.通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。
37.图1示出了本发明中现有的粗苯乙烯脱色工艺流程示意图。
38.图2示出了本发明实施例1中的粗苯乙烯脱色工艺流程示意图。
39.图3示出了本发明实施例2中的粗苯乙烯脱色工艺流程示意图。
40.图4示出了本发明实施例3中的粗苯乙烯脱色工艺流程示意图。
41.附图标记说明：
42.1、酸洗单元；2、碱洗单元；3、水洗单元；4、脱色苯乙烯；5、含酸废水；6、粗苯乙烯；7、分离塔ⅰ；8、分离塔ⅱ；9、轻组分ⅰ；10、重组分ⅰ；11、轻组分ⅲ；12、硝酸；13、重组分ⅱ；14、
轻组分ⅳ；15、分离塔ⅲ；16、重组分ⅲ；17、轻组分ⅱ；18、轻组分
ⅴ
；19、酸碱中和单元。
具体实施方式
43.下面将更详细地描述本发明的优选实施方式。虽然以下描述了本发明的优选实施方式，然而应该理解，可以以各种形式实现本发明而不应被这里阐述的实施方式所限制。
44.本发明下列实施例中涉及的粗苯乙烯来自苯乙烯抽提装置抽提单元，含有苯乙烯及其它杂质，其中，苯乙烯含量在95～99.99％wt之间。
45.实施例1
46.一种粗苯乙烯脱色的装置(如图2所示)，包括粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线、分离塔ⅰ7和分离塔ⅱ8，其中，粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线依次连接，
47.酸洗单元1与分离塔ⅰ7通过含酸废水进料管线连接，分离塔ⅰ7塔顶与分离塔ⅱ8连接，分离塔ⅱ塔顶与碱洗单元2连接，塔底与酸洗单元1连接。
48.利用上述装置进行硝酸回收，具体为将来粗苯乙烯6依次经过酸洗、碱洗以及水洗，得到脱色苯乙烯4，将酸洗过程中的含酸废水5送至分离塔ⅰ7中分离出重组分ⅰ10和轻组分ⅰ9，分离出的轻组分ⅰ9继续送至分离塔ⅱ8内，进一步分离出轻组分ⅲ11和硝酸12，将轻组分ⅲ11送至碱洗单元2，硝酸12送至酸洗单元1。
49.其中，分离塔ⅰ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比为2，塔顶的操作压力为5kpaa，操作温度为50℃；
50.分离塔ⅱ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为70kpaa，操作温度为90℃。
51.实施例2
52.一种粗苯乙烯脱色的装置(如图3所示)，包括粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线、分离塔ⅰ7和分离塔ⅱ8，其中，粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线依次连接，
53.酸洗单元1与分离塔ⅰ7通过含酸废水进料管线连接，分离塔ⅰ7塔顶与碱洗单元2连接，塔底与分离塔ⅱ8连接，分离塔ⅱ8塔顶与酸洗单元1连接。
54.利用上述装置进行硝酸回收，具体为将来粗苯乙烯6依次经过酸洗、碱洗以及水洗，得到脱色苯乙烯4，将酸洗过程中的含酸废水5送至分离塔ⅰ7中分离出轻组分ⅲ11和重组分ⅱ13，分离出的轻组分ⅲ11送至碱洗单元2，重组分ⅱ13继续送至分离塔ⅱ8内，进一步分离出硝酸12和重组分ⅰ10，将硝酸12送至酸洗单元1。其中，分离塔ⅰ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为5kpaa，操作温度为30℃；
55.分离塔ⅱ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为5kpaa，操作温度为50℃。
56.实施例3
57.一种粗苯乙烯脱色的装置(如图4所示)，包括粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线、分离塔ⅰ7、分离塔ⅱ8和分离塔ⅲ15，其中，粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线依次连接，
58.酸洗单元1与分离塔ⅰ7通过含酸废水进料管线连接，分离塔ⅰ7塔顶与碱洗单元2连
接，塔底与分离塔ⅱ8连接，分离塔ⅱ8塔顶与分离塔ⅲ15连接，分离塔ⅲ15塔顶与碱洗单元2连接，塔底与酸洗单元1连接。
59.利用上述装置进行硝酸回收，具体为将来粗苯乙烯6依次经过酸洗、碱洗以及水洗，得到脱色苯乙烯4，将酸洗过程中的含酸废水5送至分离塔ⅰ7中分离出轻组分ⅳ14和重组分ⅲ16，分离出的轻组分ⅳ14送至碱洗单元2，重组分ⅲ16继续送至分离塔ⅱ8内，进一步分离出轻组分ⅱ17和重组分ⅰ10，将轻组分ⅱ17继续送至分离塔ⅲ15，进一步分离出硝酸12和轻组分
ⅴ
18，轻组分
ⅴ
18送至碱洗单元2。
60.其中，分离塔ⅰ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为5kpaa，操作温度为20℃；
61.分离塔ⅱ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为5kpaa，操作温度为50℃；
62.分离塔ⅲ的理论塔板数为10，理论进料板为第5块板，质量回流比2，塔顶的操作压力为100kpaa，操作温度为100℃。
63.对比例
64.现有粗苯乙烯脱色的装置(如图1所示)，包括粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、酸碱中和单元21、脱色苯乙烯采出管线，其中，粗苯乙烯进料管线、酸洗单元1、碱洗单元2、水洗单元3、脱色苯乙烯采出管线依次连接，粗苯乙烯6依次经过酸洗、碱洗以及水洗，得到脱色苯乙烯4，酸洗单元1与酸碱中和单元19通过含酸废水进料管线连接。
65.将实施例1～3以及对比例在中型试验装置进行，对比结果如表1所示：
66.表1
[0067][0068]
从表1的对比结果可以看出，本发明提供回收硝酸的工艺可将装置酸消耗量降低57％，碱消耗量降低54％，废水排放量降低58％，废水总氮排放量降低58％，实现了硝酸废水的再利用，回收了硝酸，并且回收了苯乙烯，可降低碱的消耗量，降低了现有粗苯乙烯脱色装置的废水排放量，大大降低现有粗苯乙烯脱色装置的废水总氮排放量，提高装置废水的可处理性。
[0069]
以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的，并且也不限于所披露的各实施例。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。