技术领域本发明是一种浓缩己内酰胺生产废液的工艺，其特征是先通过两步预处理的方法回收废液中的氨，再通过一步浓缩法蒸发废液，在此过程中，利用蒸汽压缩机对产生的二次蒸汽做功，使其成为蒸发废液的热源，浓缩达标的废液送入废碱焚烧装置，废水送入废水处理站；该方法既有效回收了氨，又降低了废液和废水中的氨含量；既大幅度降低了生蒸汽的消耗，又减少了设备的占地面积（相对与传统的三效蒸发工艺）。
背景技术：
己内酰胺是生产尼龙6的单体，又是一种重要的化工原料，其生产过程中产生的废液主要有以下两种：(1)来自于冷凝液汽提塔塔底的苯萃残液；(2)来自于离交中和池的离交废液。苯萃残液的含水量约91%，其余为己内酰胺、硫铵及有机无机物杂质；离交废液的含水量约93%，其余为硝酸、烧碱及有机物杂质。目前，生产中常用的处理方法是将两股废液混合浓缩，浓缩过程中蒸发出的废水冷却后送入污水处理站二次处理达标排放；浓缩到一定程度的浓缩液送入废碱锅炉焚烧，副产固态碱和蒸汽；固态碱可外卖，蒸汽可为装置所用。在废液浓缩过程中，浓缩液的粘度会随着水含量的降低而增大，杂质随之结晶析出，影响流体流动，因此，在浓缩过程中，应有效控制浓缩液的流速和密度，才能保证装置平稳运行；同时，废液中的氨也会在浓缩过程液中游离出，为避免浓缩液在焚烧过程中产生大量的氨，一般做法是在浓缩液中加碱液搅拌，提前将氨析出，析出的氨混入废水中送污水处理站。目前，国内己内酰胺企业基本采用的是较节能的多效蒸发浓缩工艺。其工艺路线是，由己内酰胺装置送来的苯萃残液和离交废液进入废液收集罐，经残液进料泵送至3#蒸发器，加热后在3#分离器中气液分离，分离后的气相经3#蒸发器冷却器冷却后送入凝液罐；液相大部分通过3#蒸发器循环泵回流至3#蒸发器循环加热，其余通过2#蒸发器输送泵送至2#蒸发器进行第二次气液分离，分离后的气相作为3#蒸发器的加热热源，冷凝后送入凝液罐；液相大部分通过2#蒸发器循环泵回流至2#蒸发器循环加热，其余通过1#蒸发器输送泵送至1#蒸发器进行第三次气液分离，分离后的气相作为2#蒸发器的加热热源，冷凝后送入凝液罐；液相大部分通过1#蒸发器循环泵回流至1#蒸发器循环加热，其余送至脱氨罐。1#蒸发器由生蒸汽进行加热。在脱氨罐内，浓缩液与外管送来的碱液混合、搅拌脱氨，脱氨后的浓缩液通过浓缩废液输送泵送至废碱焚烧装置进行焚烧处理。凝液罐中收集的三股凝液经冷却器冷却后收集至废水罐，废水吸收脱氨罐脱除的氨气后送入污水处理站。1#蒸发器为常压操作，2#、3#蒸发器为真空操作。多效蒸发浓缩工艺，即把前一效产生的二次蒸汽作为后一效的加热热源，相较于单效蒸发浓缩，在一定程度上节省了大量生蒸汽，但第一效仍然需要消耗大量生蒸汽；为了保证系统顺利运行，各效之间需要维持一定的温度差，需要由压差来控制，故而整个蒸发系统比较复杂。另外，己内酰胺混合废水中存在己内酰胺、硫铵、硝酸、烧碱等复杂的有机、无机杂质，使得浓缩液会随着水含量的降低而粘度增加，继而出现滞留、结晶等问题阻碍流体流动，故而该废水在多效蒸发浓缩过程中，需要采用大循环量操作，以便有效控制浓缩液的流速和密度，保证流体平稳运行，因此，多效蒸发浓缩工艺的循环泵、蒸发器和分离器的设计量偏大，且需要较大的设备投资和布置面积。同时，废液浓缩过程中游离出的氨通入废水罐，与废水一起送入污水处理站，也增加了废水的处理成本。但如果不脱氨，氨便会进入废碱焚烧系统，继而排放造成环境污染。因此，需要从回收氨、节能和简化流程等方面探索新的浓缩工艺。
技术实现要素：
本发明的目的是提供一种浓缩己内酰胺生产废液的工艺，本发明是这样实现的：一种浓缩己内酰胺生产废液的工艺，先通过两步脱氨预处理的方法回收废液中的氨，再通过一步浓缩法蒸发废液，在此过程中，利用蒸汽压缩机对产生的二次蒸汽做功，使其成为蒸发废液的热源，浓缩达标的浓缩废液送入废碱焚烧装置，废水送入废水处理站。本发明所述的两步脱氨预处理的方法是将己内酰胺混合废液经残液进料泵增压后，送入废液热交换器加热，与少量碱液混合后进入预脱氨罐搅拌脱氨；脱氨后的液体由废液输送泵加压后送入废液脱氨塔，在常压操作条件下，控制塔底出料的氨含量，塔釜液经汽提塔进料泵加压后进入一步浓缩法，塔顶含氨气体送至预脱氨罐；预脱氨罐的气相出口即整个工艺含氨气体的唯一出口，经计算，此处氨含量为5～8%，直接送入装置内回用。本发明所述的一步浓缩法是将废液脱氨塔釜液送入废液汽提塔持续浓缩，塔顶蒸汽经蒸汽压缩机加压后作为废液汽提塔再沸器的加热热源再次利用，控制塔釜出液的密度（维持釜液的流动性），釜液出料后送入废碱焚烧装置；经废液汽提塔再沸器冷凝后的二次蒸汽收集入凝液收集罐，再经凝液输送泵送至废液热交换器进行一次冷却，再经凝液冷却器进一步冷却后送入污水处理站。本发明所述的浓缩废液含氨痕量。本发明的积极效果在于：(1)在废液浓缩之前脱出废液中的游离氨，既有效回收氨，节约成本，又能降低焚烧物中的氨含量，改善废碱焚烧装置的作业环境；(2)相较于传统多效蒸发浓缩工艺，利用蒸汽压缩系统后，既能大幅度降低生蒸汽的消耗，又优化了工艺，减少了设备数量，相应的减少了装置的建筑面积，有效节约运行成本和制造成本；(3)一步浓缩过程中，废液汽提塔采用提馏段操作，可以最大程度降低轻组分有机物在二次蒸汽中的比例，有效减低COD值，减轻废水处理负担。附图说明图1、本发明浓缩己内酰胺生产废液的流程示意图。图中：1：废液收集罐；2：残液进料泵；3：废液热交换器；4：预脱氨罐；5：废液输送泵；6：废液脱氨塔；7：废液脱氨塔再沸器；8：汽提塔进料泵；9：废液汽提塔；10：废液汽提塔再沸器；11：汽提塔循环泵；12：汽提塔出料泵；13：蒸汽压缩机；14：凝液收集罐；15：凝液输送泵；16：凝液冷却器101：凝液；102碱液；103：离交废液；104：苯萃残液；105：含氨蒸汽；106：浓缩废液。具体实施方式下面的实例将对本发明做进一步说明，但本发明并不限制于这些实例。实施例1：年产10万吨的己内酰胺生产装置，产生混合废水最大量为16.7吨/小时。16.7吨/小时己内酰胺混合废液经残液吨进料泵增压后，送入废液热交换器加热，与少量碱液混合后进入预脱氨罐搅拌脱氨；脱氨后的液体由废液输送泵加压后送入废液脱氨塔，在常压操作条件下，控制塔底出料的氨含量，塔釜液经汽提塔进料泵加压后进入一步浓缩工序，塔顶含氨气体送至预脱氨罐；预脱氨罐的气相出口即整个工艺含氨气体的唯一出口，经计算，此处氨含量为5～8%，可直接送入装置内回用。废液脱氨塔釜液送入废液汽提塔持续浓缩，塔顶蒸汽经蒸汽压缩机加压后作为废液汽提塔再沸器的加热热源再次利用，控制塔釜出液的密度（维持釜液的流动性），釜液出料后送入废碱焚烧装置；经废液汽提塔再沸器冷凝后的二次蒸汽收集后凝液收集罐，再经凝液输送泵送至废液热交换器进行一次冷却，再经凝液冷却器进一步冷却至污水处理能接收的温度，送入污水处理站。使用规格为0.5MPaG，160℃的蒸汽消耗量为1.116t/h；规格为0.5MPaG，32℃循环上水，0.35MPa.G，40℃循环回水的冷却水消耗量为65.3t/h；规格为380V，50Hz低压电消耗量为790kW。回收的含氨蒸汽氨含量5.77%，可送入装置内回用；浓缩废液含水量51%，氨痕量，流体密度1190kg/m3，满足废碱焚烧输送要求；需处理废水水含量为99.87%，COD理论计算值约242mg/l。采用传统的逆流三效蒸发工艺，规格为0.5MPaG，160℃的蒸汽消耗量为9.3t/h；规格为0.5MPaG，32℃循环上水，0.35MPa.G，40℃循环回水的冷却水消耗量为650t/h；规格为380V，50Hz低压电消耗量为213.5kW。本发明的工艺与传统工艺比较：以年产10万吨己内酰胺装置实例为研究对象，对传统多效蒸发工艺和新型浓缩工艺进行对比分析。工艺条件：以年产10万吨己内酰胺装置为例，苯萃残液的产生量最大为7.2t/h，废液组成为水90.98%（wt），己内酰胺0.06%（wt），硫铵2.47%（wt），其他无机物3.98%（wt），其他有机物：2.49%（wt）；离交废液的产生量最大为9.5t/h，废液组成为水93.2%（wt），有机物4.01%（wt），硝酸1.6%（wt），烧碱1.19%（wt）。1.能量消耗对比两种工艺运行时的能量消耗对比表见表1，能量消耗成本对比表见表2表1两种工艺运行时的能量消耗对比表注：蒸汽规格为0.5MPaG，160℃；循环冷却水规格为0.5MPaG，32℃上水；0.3MPa.G，40℃回水；用电规格为380V，50Hz低压电；一年按8000小时计算。表2两种工艺运行时的能量消耗对比表注：蒸汽按市场均价130元/吨计算；循环冷却水按市场均价0.15元/吨计算；0.3MPa.G，40℃回水；用电按市场均价0.6元/度计算；一年按8000小时计算。采用传统多效蒸发浓缩工艺，生产运行成本为1181.70万元/年；采用新型浓缩工艺，生产运行成本为460.32万元/年；由此可见，采用新型浓缩工艺每年可节省运行成本721.38万元。2.设备投资及建筑面积对比两种工艺运行时的设备投资及建筑面积对比表见表3。表3两种工艺运行时的设备投资及建筑面积对比表采用传统多效蒸发浓缩工艺，投资成本为2459万元；采用新型浓缩工艺，投资成本为2372万元/年；由此可见，采用新型浓缩工艺并不会增加项目投资。相反，由于新工艺流程的简化，装置建筑面积约为传统浓缩工艺的1/3。3.氨回收利用效用对比氨来源于苯萃残液中的硫铵，即杂质硫铵在混合过程中与碱反应生成氨。氨的最终去向为浓缩液、废水或者回收。浓缩液中的氨，在焚烧过程中会随着焚烧气一起进入大气，污染环境。因此，浓缩液中氨含量越低对环境越友好；废水中的氨，随着废水送入废水处理站。因此，废水中氨含量越低，废水的氨氮含量越低，处理成本越低；若能回收利用，则既能节约成本，又能减少焚烧污染和废水处理压力。两种工艺均有脱氨处理，在脱氨处理上有比较大的区别。两种工艺运行时氨回收利用对比表见表4。表4两种工艺运行时氨回收利用对比表注：传统多效蒸发浓缩工艺中，浓缩液产生量最大为3.30t/h；废水产生量最大为17.25t/h。新型浓缩工艺中，浓缩液产生量最大为3.30t/h；废水产生量最大为16.23t/h；回收氨水最大量为1.02t/h。采用新型浓缩工艺回收的氨水，氨含量在6%左右，可以直接送往装置内，作为氨法脱硫工艺的原料，回收氨和二氧化硫，最终生成硫铵外售。不仅如此，新型浓缩工艺中，浓缩液内的氨含量可忽略不计，对环境友好；废水中的氨含量较传统多效蒸发浓缩工艺低一半左右。