一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收方法和装置与流程

1.本发明属于化工副产物回收技术领域，尤其涉及一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收方法和装置。


背景技术：

2.草甘膦因其低毒、高效、低残留和广谱性而成为全球销量最大和增长速度最快的农药品种，且随着草甘膦的转基因作物的研制成功和推广使用，以及能源紧张导致生物燃料作物的播种和推广，百草枯退出农药市场，为草甘膦的进一步发展提供了新的机遇。
3.目前国内企业普遍采用烷基酯法生产草甘膦，烷基酯法生产草甘膦会产生副产物氯甲烷，且副产氯甲烷有两部分：一是制备草甘膦原材料之一亚磷酸二甲酯生产过程中酯化产生的酯化尾气(氯甲烷、氯化氢、甲醇和二甲醚的混合气体)；二是草甘膦水解过程产生的水解尾气(氯甲烷、甲缩醛、甲醇、水、氯化氢和二甲醚的混合蒸汽)。目前草甘膦副产氯甲烷的回收工艺主要是气相回收系统(水洗-碱洗)-浓硫酸干燥系统-压缩系统，其中去除气相回收系统后氯甲烷气体中的有机杂质是技术难点，因为该氯甲烷气体中含有二甲醚，而氯甲烷和二甲醚的常压下沸点(-24.05℃/-24.85℃)非常接近，用普通精馏方法很难将二者完全分离，大部分厂家使用浓硫酸干燥法回收氯甲烷。也有部分厂家使用如分子筛变压吸附、膜分离法等回收氯甲烷。
4.但是浓硫酸干燥系统采用浓硫酸吸收气相回收系统尾气中的少量水和二甲醚，产生的稀硫酸杂质较多，难以回收利用；此外废酸属于危废，目前国家环保政策明确危废不得出售，需交由专业的危废处理单位处理，危废处成本较高。但如果以分子筛变压吸附来代替浓硫酸干燥，由于分子筛在大量水分存在下容易饱和，从而需要频繁的吸附-解吸操作，这会影响氯甲烷的回收率，且需要较高的能耗；膜分离法对于回收空气中低含量的氯甲烷有优势，而由于草甘膦尾气中含有甲醇、甲缩醛、二甲醚等多种有机杂质，单独采用膜分离法回收并不适用。因此，寻找一种节能环保、回收率高的氯甲烷回收方法具有重要的意义。


技术实现要素：

5.有鉴于此，本发明的目的在于提供一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收方法和装置，本发明提供的方法以水为吸收剂分离氯甲烷和二甲醚，根据氯甲烷与二甲醚在水中溶解度不同，且两种物质在水中的溶解度对温度与压力变化的敏感度不同，从而实现氯甲烷和二甲醚的分离；本发明提供的回收方法氯甲烷纯度高，工艺能耗和成本低。
6.本发明提供了一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收方法，包括：
7.将副产氯甲烷依次进行加压吸收、一次汽提、常压吸收和二次汽提。
8.优选的，所述副产氯甲烷中含有氯甲烷和二甲醚。
9.优选的，所述加压吸收过程中的压力为200～600kpa；
10.所述加压吸收过程中吸收剂和混合气体的流量比为(12～8)：1。
11.优选的，所述一次汽提过程中的压力为120～130kpa；
12.所述一次汽提过程中的蒸汽和汽提塔液相质量流量比为(0.10～0.15)：1。
13.优选的，所述一次汽提完成后还包括：
14.将得到的含有少量氯甲烷的水进行冷却，作为加压吸收过程中的吸收剂。
15.优选的，所述常压吸收过程中的吸收剂和混合汽提流量比为(20～25):1；
16.所述常压吸收过程中的压力为105～120kpa。
17.优选的，所述二次汽提的压力为105～110kpa；
18.所述二次汽提过程中的蒸汽与汽提塔液相质量流量比为(0.15～0.2)：1。
19.优选的，所述加压吸附和常压吸附过程中的吸附剂为水。
20.本发明提供了一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收装置，包括：
21.依次连通的加压吸收塔、第一汽提塔、常压吸收塔和第二汽提塔。
22.优选的，还包括：
23.设置在所述加压吸收塔和第一汽提塔之间的冷却器。
24.本发明提供了一种采用以水为吸收剂脱除氯甲烷中的二甲醚的加压吸收-汽提-常压吸收-汽提的全新工艺，从本质上解决了二甲醚与氯甲烷难于分离的问题；在氯甲烷产品纯度达标99.5％及以上的情况下，保证回收率超过95％。本发明设计压力梯级，从而将氯甲烷中的二甲醚充分分离。本发明采用蒸汽汽提，不引入其他成分，工艺路线清洁简便。本发明中经过分离后的二甲醚尾气作为燃料送去焚烧处理，从根本上解决了浓硫酸使用过程的安全风险，以及废酸作为危废处置成本高的问题；此外本发明提供的方法工艺更加安全高效，极大的降低了环保及安全风险。
附图说明
25.图1为本发明实施例中副产氯甲烷的回收方法工艺流程图。
具体实施方式
26.下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述，显然，所描述的实施例仅仅是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员经改进或润饰的所有其它实例，都属于本发明保护的范围。应理解，本发明实施例仅用于说明本发明的技术效果，而非用于限制本发明的保护范围。实施例中，所用方法如无特别说明，均为常规方法。
27.本发明提供了一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收方法，包括：
28.将副产氯甲烷依次进行加压吸收、一次汽提、常压吸收和二次汽提。
29.在本发明中，所述副产氯甲烷为制备草甘膦或亚磷酸二甲酯过程中含有氯甲烷等物质的副产物，所述副产氯甲烷中优选含有氯甲烷和二甲醚等混合气体。
30.在本发明中，所述副产氯甲烷的流量优选为100～250kg/h，更优选为130～200kg/h，最优选为160～180kg/h。
31.在本发明中，优选对副产氯甲烷进行升压再进行加压吸收；所述升压优选采用压缩机进行；所述升压优选至300～360kpa，更优选为320～340kpa，最优选为330kpa。
32.在本发明中，所述加压吸收过程中的吸收剂优选为水；所述吸收剂的温度优选为30～40℃，更优选为35℃。
33.在本发明中，所述加压吸收过程中吸收剂和混合气体的流量比优选为(12～8)：1，更优选为(11～9)：1，最优选为10：1。
34.在本发明中，所述加压吸收过程中的压力优选为200～600kpa，更优选为300～500kpa，最优选为350kpa。
35.在本发明中，经过加压吸收后氯甲烷的回收率达到95％以上。
36.在本发明中，所述加压吸收优选为采用吸收剂吸收副产氯甲烷中的二甲醚；所述加压吸收的压力更优选为300～500kpa，更优选为350kpa。
37.在本发明中，副产氯甲烷中氯甲烷含量较高，二甲醚含量较低，加压的条件下二甲醚在水中的溶解度增加，氯甲烷在水中的溶解度降低，能够使副产氯甲烷混合气体中大量的二甲醚及少量的氯甲烷溶解到水中，完成混合气体中二甲醚和氯甲烷的分离。
38.在本发明中，所述加压吸收完成后优选还包括：
39.将得到的纯度较高的氯甲烷气体进行干燥。
40.在本发明中，为了使得到的纯度较高的氯甲烷气体保持纯度及稳定性，优选对纯度较高的氯甲烷气体进行干燥；所述干燥的方法优选为硫酸干燥。
41.在本发明中，所述一次汽提过程中的压力优选为120～130kpa，更优选为123～127kpa，最优选为125kpa。
42.在本发明中，所述一次汽提过程中的蒸汽和汽提塔液相质量流量比优选为0.10～0.15，更优选为0.11～0.14，最优选为0.12～0.13。
43.在本发明中，所述加压吸收完成后优选将得到的吸收后的含有氯甲烷和二甲醚的废水进行一次汽提；所述一次汽提能够实现大部分二甲醚和少量的氯甲烷先被汽提出来。
44.在本发明中，所述一次汽提后优选还包括：
45.将得到的含有少量氯甲烷的水一部分作为加压吸收的吸收剂循环套用，另一部分送至环保站处理。
46.在本发明中，所述一次汽提后得到的含有少量氯甲烷的水优选经过冷却后用于作为加压吸收的吸收剂。
47.在本发明中，所述冷却的温度优选为25～35℃，更优选为28～32℃，最优选为30℃；所述冷却过程中的冷媒优选为水，所述水的温度优选为5～9℃，更优选为6～8℃，最优选为7℃。
48.在本发明中，所述常压吸收过程中的吸收剂优选为水。
49.在本发明中，所述常压吸收过程中的吸收剂和混合汽提流量比优选为(20～25):1，更优选为(21～24)：1，最优选为(22～23)：1。
50.在本发明中，所述常压吸收过程中的压力优选为105～120kpa，更优选为110～115kpa，最优选为112～113kpa。
51.在本发明中，所述一次汽提完成后将一次汽提后得到的含有氯甲烷和二甲醚的混合气体进行常压吸收处理；所述一次汽提后得到的氯甲烷和二甲醚的混合气体中二甲醚含量较高、氯甲烷含量较低，在低压下二甲醚在水中的溶解度远大于氯甲烷，通过常压吸收能够将混合气体中大量的二甲醚和少量的氯甲烷溶解到水中，完成混合气体中二甲醚和氯甲
烷的分离，回收得的氯甲烷。
52.在本发明中，所述二次汽提的压力优选为105～110kpa，更优选为106～108kpa。
53.在本发明中，所述二次汽提过程中的蒸汽与汽提塔液相质量流量比优选为0.15～0.2，更优选为0.16～0.18。
54.在本发明中，二次汽提通过常压蒸汽汽提实现绝大部分二甲醚和少量的氯甲烷先被提出来；所述二次汽提后得到的含有氯甲烷和二甲醚的混合气体优选焚烧处理；得到的含有少量的氯甲烷的水优选送至环保处理站。
55.本发明提供了一种制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收装置，包括：
56.依次连通的加压吸收塔、第一汽提塔、常压吸收塔和第二汽提塔。
57.在本发明中，所述加压吸收塔、第一汽提塔、常压吸收塔和第二汽提塔优选为规整填料塔，材质优选为304。
58.在本发明中，所述加压吸收塔的出口和第一汽提塔的进口连通；第一汽提塔的出口和常压吸收塔的进口连通；常压吸收塔的出口和第二汽提塔的进口连通。
59.在本发明中，所述加压吸收塔优选为加压水洗塔。在本发明中，副产氯甲烷优选从加压吸收塔底部或下部进料，水作为吸收剂从加压吸收塔顶部或上部进料，水与副产氯甲烷在加压吸收塔内逆流接触，实现对副产氯甲烷中二甲醚的充分吸收。
60.在本发明中，加压吸收塔的底部出口优选与第一气体塔的进口连通；第一汽提塔的顶部出口优选与常压水洗塔的进口连通，第一汽提塔的底部出口优选与加压吸收塔的顶部连通。
61.在本发明中，加压吸收塔底部的含有氯甲烷、二甲醚的废水从第一汽提塔顶部或上部进料，蒸汽从汽提塔底部或下部进料，通过第一汽提塔的蒸汽汽提，第一汽提塔顶部得到的含有氯甲烷和二甲醚的混合气体送入常压水洗塔处理；第一汽提塔底部的含有少量甲烷的水一部分作为加压吸收塔的吸收剂循环利用，另一部分采出后送至环保站处理。
62.在本发明中，所述制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收装置优选还包括：
63.设置在所述加压吸收塔和第一汽提塔之间的冷却器。
64.在本发明中，所述第一汽提塔底部的出口优选与冷却器的进口连通；所述冷却器的出口优选与加压吸收塔的进口连通，更优选与加压吸收塔的顶部进口连通。
65.在本发明中，所述冷却器优选为双管程列管冷凝器或板式冷凝器；所述冷却器中的冷媒优选为水，所述水的温度优选为5～9℃，更优选为6～8℃，最优选为7℃。
66.在本发明中，加压吸收塔塔底废水经第一汽提塔汽提后脱除全部二甲醚及大部分氯甲烷，含有微量氯甲烷的水一部分经过冷却器冷却至25～35℃，作为吸收剂循环套用；另一部分送至环保站处理。
67.在本发明中，所述制备草甘膦或亚磷酸二甲酯的副产氯甲烷的回收装置优选还包括：干燥设备。
68.在本发明中，所述干燥设备优选为硫酸干燥罐。
69.在本发明中，所述加压吸收塔的顶部出口优选与干燥设备的进口连通。
70.在本发明中，经过加压吸收塔加压水洗后，在加压吸收塔顶部得到纯度较高的氯甲烷气体，将加压吸收塔顶部气体送至干燥设备中干燥后作为氯甲烷产品送至压缩系统进
行回收。
71.在本发明中，所述加压吸收塔和第一汽提塔之间优选还设置有第一汽提塔塔釜泵，加压吸收塔的出口和第一汽提塔塔釜泵的进口连通，第一汽提塔塔釜泵的第一出口和冷却器的进口连通。
72.在本发明中，所述第一汽提塔塔釜泵的作用为将汽提后的吸收剂送至冷凝器循环使用，并将多余的吸收剂送至环保站。
73.在本发明中，所述常压吸收塔优选为常压水洗塔。
74.在本发明中，所述第一汽提塔的顶部出口优选与常压吸收塔的底部进口连通。
75.在本发明中，第一汽提塔顶部的气相从常压吸收塔的底部或下部进料，水作为吸收剂从常压吸收塔的顶部或上部进料，水与含有氯甲烷和二甲醚等混合气体的副产氯甲烷在常压吸收塔内逆流接触对二甲醚进行充分吸收。
76.在本发明中，所述常压吸收塔的顶部出口优选与干燥设备的进口连通；所述常压吸收塔的底部出口优选与第二汽提塔的进口连通，更优选与第二汽提塔的顶部进口连通。
77.在本发明中，常压吸收塔顶部得到纯度较高的氯甲烷气体送至干燥设备中进行干燥后作为氯甲烷产品送至压缩系统进行回收；常压吸收塔底部得到的含有氯甲烷和二甲醚的废水送至第二汽提塔；常压吸收塔的底部废水从第二汽提塔的顶部或上部进料，蒸汽从第二汽提塔的底部或下部进料；第二汽提塔顶部得到的含有氯甲烷和二甲醚的混合气体送去焚烧处理，第二汽提塔底部得到含有少量氯甲烷的水送至环保站处理。
78.在本发明中，所述常压吸收塔和第二汽提塔之间优选还设置有常压吸收塔塔釜泵，常压吸收塔的出口和常压吸收塔塔釜泵的进口连通，常压吸收塔塔釜泵的出口和第二汽提塔的进口连通。
79.在本发明中，所述常压吸收塔塔釜泵的作用为将常压吸收塔的废水送入第二汽提塔塔顶入口。
80.本发明实施例提供的副产氯甲烷的回收方法的工艺流程图如图1所示，包括：
81.副产氯甲烷混合气体从加压吸收塔底部进入加压吸收塔，吸收剂水从加压吸收塔顶部进入对混合气体进行加压吸收，顶部得到的纯度较高的氯甲烷气体进行压缩；底部得到的含二氯甲烷的水从顶部进入第一汽提塔，蒸汽从底部进入第一汽提塔，进行第一汽提后汽提塔顶部得到的氯甲烷混合气体从底部进入常压吸收塔，底部得到的氯甲烷水溶液通过第一汽提塔塔釜泵部分进入加压吸收冷却器进行冷却，冷却后的溶液从顶部进入加压吸收塔作为加压吸收塔的吸收剂；水从顶部进入常压吸收塔对第一汽提塔流出的混合气体进行吸收，常压吸收塔顶部得到的纯度较高的氯甲烷去压缩，底部得到的液相通过常压吸收塔塔釜泵从顶部进入第二汽提塔，蒸汽从底部进入第二汽提塔进行汽提，汽提后的顶部混合气焚烧处理，底部的废水去环保站处理。
82.本发明提供了一种采用以水为吸收剂脱除氯甲烷中的二甲醚的加压吸收-汽提-常压吸收-汽提的全新工艺，从本质上解决了二甲醚与氯甲烷难于分离的问题；在氯甲烷产品纯度达标99.5％及以上的情况下，保证回收率超过95％。本发明设计压力梯级，从而将氯甲烷中的二甲醚充分分离。本发明采用蒸汽汽提，不引入其他成分，工艺路线清洁简便。本发明中经过分离后的二甲醚尾气作为燃料送去焚烧处理，从根本上解决了浓硫酸使用过程的安全风险，以及废酸作为危废处置成本高的问题；此外本发明提供的方法工艺更加安全
高效，极大的降低了环保及安全风险。
83.实施例1
84.采用图1所示的副产氯甲烷的回收方法的工艺流程进行氯甲烷回收：
85.取亚磷酸二甲酯车间气柜中氯甲烷尾气流量200kg/h(温度30℃，压力105kpa)，由氯甲烷压缩机升压至360kpa，送至加压水洗塔；加压水洗塔顶部喷淋清水流量2000kg/h(温度35℃，压力400kpa)，经过加压水洗后，塔顶气相流量187.37kg/h(温度35℃，压力350kpa)送去硫酸保护罐；塔底液相流量1412.63kg/h(温度39℃，压力360kpa)送去汽提塔1；加压吸收塔的塔顶压力控制在350kpa，吸收剂(水)和混合气体的质量流量比为7：1。
86.汽提塔1底部通入新鲜蒸汽流量140kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔1将加压吸收塔塔底液相中的氯甲烷和二甲醚脱除，汽提塔1塔顶气相流量4.59kg/h(温度39.56℃，压力125kpa)，主要为氯甲烷及二甲醚，送入常压水洗塔吸收；汽提塔1塔底液相流量1548.04kg/h(温度95.77℃，压力130kpa)，主要是水和少量氯甲烷，其中1400kg/h作为吸收剂用汽提塔1塔釜泵输送至加压水洗冷却器由95.77℃冷却至35℃，然后送回加压水洗塔循环使用，548.04kg/h用汽提塔1塔釜泵送至环保站处理；汽提塔1的塔顶压力控制在125kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.10，加压吸收冷却器冷媒为7℃水，用量为20m3/h。
87.常压水洗塔顶部新鲜水喷淋流量180kg/h(温度30℃，压力300kpa)，实现氯甲烷和二甲醚的分离；常压水洗塔顶部气相主要为氯甲烷，流量为0.27kg/h(温度30.02℃，压力110kpa)，塔底液相主要为水和二甲醚，流量为184.32kg/h(温度32.52℃，压力115kpa)，用常压吸收塔塔釜泵送至汽提塔2处理；常压水洗塔的塔顶压力控制在110kpa，吸收剂(水)和混合气体的质量流量比为39.21：1。
88.汽提塔2底部通入新鲜蒸汽流量20kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔2将常压吸收塔塔低液相中的水和二甲醚脱除，汽提塔2塔顶气相流量4kg/h(温度30.95℃，压力110kpa)，主要为二甲醚和少量水，汽提塔2塔底液相流量200.32kg/h，主要为水和少量氯甲烷，用汽提塔2塔釜泵送至环保站处理；汽提塔2的塔顶压力控制在110kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.11。
89.实施例2
90.采用图1所示的副产氯甲烷的回收方法的工艺流程进行氯甲烷回收：
91.取亚磷酸二甲酯车间气柜中氯甲烷尾气流量137.2kg/h(温度30℃，压力105kpa)，由氯甲烷压缩机升压至300kpa，送至加压水洗塔；加压水洗塔顶部喷淋清水流量950kg/h(温度35℃，压力400kpa)，经过加压水洗后，塔顶气相流量125.83kg/h(温度36.8℃，压力300kpa)送去硫酸保护罐；塔底液相流量961.37kg/h(温度39℃，压力310kpa)送去汽提塔1；加压吸收塔的塔顶压力控制在300kpa，吸收剂(水)和混合气体的质量流量比为7：1。
92.汽提塔1底部通入新鲜蒸汽流量110kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔1将加压吸收塔塔低液相中的氯甲烷和二甲醚脱除，汽提塔1塔顶气相流量6.07kg/h(温度51.48℃，压力120kpa)，主要为氯甲烷及二甲醚，送入常压水洗塔吸收；汽提塔1塔底液相流量1065.3kg/h(温度103.38℃，压力130kpa)，主要是水和少量氯甲烷，其中950kg/h作为吸收剂用汽提塔1塔釜泵输送至加压水洗冷却器，由95.77℃冷却至35℃，然后送回加压水洗塔循环使用，115.3kg/h用提塔1塔釜泵送至环保站处理；汽提塔1的塔顶压力控制在
120kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.115；加压吸收冷却器冷媒为7℃水，用量为15m3/h。
93.常压水洗塔顶部新鲜水喷淋流量125kg/h(温度30℃，压力300kpa)，实现氯甲烷和二甲醚的分离；常压水洗塔顶部气相主要为氯甲烷，流量为2.4kg/h(温度30.02℃，压力110kpa)，塔底液相主要为水和二甲醚，流量为128.67kg/h(温度33.74℃，压力115kpa)，用常压吸收塔塔釜泵送至汽提塔2处理。常压水洗塔的塔顶压力控制在110kpa，吸收剂和混合气体的质量流量比为20.59：1。
94.汽提塔2底部通入新鲜蒸汽流量15kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔2将常压吸收塔塔低液相中的水和二甲醚脱除，汽提塔2塔顶气相流量3kg/h(温度30.95℃，压力110kpa)，主要为二甲醚和少量水，汽提塔2塔底液相流量140.68kg/h，主要为水和少量氯甲烷，用汽提塔2塔釜泵送至环保站处理；汽提塔2的塔顶压力控制在110kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.12。
95.实施例3
96.采用图1所示的副产氯甲烷的回收方法的工艺流程进行氯甲烷回收：
97.取亚磷酸二甲酯车间气柜中氯甲烷尾气流量250kg/h(温度30℃，压力105kpa)，由氯甲烷压缩机升压至300kpa，送至加压水洗塔。加压水洗塔顶部喷淋清水流量2500kg/h(温度35℃，压力400kpa)，经过加压水洗后，塔顶气相流量231.2kg/h(温度36.8℃，压力350kpa)送去硫酸保护罐；塔底液相流量2518.8kg/h(温度39℃，压力360kpa)送去汽提塔1；加压吸收塔的塔顶压力控制在350kpa,吸收剂和混合气体的质量流量比为10：1。
98.汽提塔1底部通入新鲜蒸汽流量300kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔1将加压吸收塔塔低液相中的氯甲烷和二甲醚脱除，汽提塔1塔顶气相流量10.45kg/h(温度53.5℃，压力120kpa)，主要为氯甲烷及二甲醚，送入常压水洗塔吸收；汽提塔1塔底液相流量2805.35kg/h(温度104.8℃，压力130kpa)，主要是水和少量氯甲烷，其中2500kg/h作为吸收剂用汽提塔1塔釜泵输送至加压水洗冷却器由95.77℃冷却至35℃，然后送回加压水洗塔循环使用，305.35kg/h用提塔1塔釜泵送至环保站处理；汽提塔1的塔顶压力控制在120kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.12；加压吸收冷却器冷媒为7℃水，用量约为22m3/h。
99.常压水洗塔顶部新鲜水喷淋流量225kg/h(温度30℃，压力300kpa)，实现氯甲烷和二甲醚的分离；常压水洗塔顶部气相主要为氯甲烷，流量为4.57kg/h(温度30.02℃，压力110kpa)，塔底液相主要为水和二甲醚，流量为230.88kg/h(温度34.5℃，压力115kpa)，用常压吸收塔塔釜泵送至汽提塔2处理；常压水洗塔的塔顶压力控制在110kpa，吸收剂和混合气体的质量流量比为21.5：1。
100.汽提塔2底部通入新鲜蒸汽流量34.6kg/h(温度158.92℃，压力600kpa)，经过汽提塔2将常压吸收塔塔低液相中的水和二甲醚脱除，汽提塔2塔顶气相流量5.4kg/h(温度30.95℃，压力110kpa)，主要为二甲醚和少量水，汽提塔2塔底液相流量260.08kg/h，主要为水和少量氯甲烷，用汽提塔2塔釜泵送至环保站处理；汽提塔2的塔顶压力控制在110kpa，蒸汽和汽提塔液相进料质量流量比为0.15：1。
101.性能检测
102.对实施例1、实施例2和实施例3回收氯甲烷过程中使用钢瓶带压取样，并采用气相
色谱仪进行样品分析，检测结果如下：
[0103][0104][0105]
由以上实施例可知，本发明采用以水为吸收剂脱除氯甲烷中的二甲醚的加压吸收-汽提-常压吸收-汽提的全新工艺，节能环保，安全高效。与此同时，本发明提供的方法具有操作弹性大，系统稳定，投资少，运营成本低等优势；并且从本质上解决了浓硫酸使用的问题，是一种新型可持续环保绿色技术。
[0106]
以上所述的仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以做出若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。