一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统的制作方法

本发明涉及一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，具体将甘氨酸结晶母液通过多效蒸发精馏工艺分离得到高纯度的甲醇和氯化铵。

背景技术：

传统的甘氨酸生产工艺采用甲醇提取甘氨酸后，母液中含有大量的甲醇、氯化铵和水，甲醇采用蒸馏提取后重复利用，剩余的氯化铵水溶液通常采用多效蒸发浓缩结晶工艺。但是尽管传统处理工艺采用了多效蒸发浓缩工艺来节能降耗，但是甲醇蒸馏提取过程中也消耗大量的蒸汽，造成甘氨酸母液的总体处理能耗的增加。

技术实现要素：

本发明的目的是克服现有技术的不足，提供了一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统。

本发明的技术方案概述如下：

一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，包括一效精馏塔3、一效再沸器7、二效精馏塔2、二效再沸器6、三效精馏塔1、三效再沸器5、四效蒸发器4、一效塔釜出料泵8、二效塔釜出料泵9和三效塔釜出料泵10，甘氨酸结晶母液罐区f通过管路与一效精馏塔3的底端或中部连接，一效精馏塔3的底端通过管路分别与一效塔釜出料泵8、一效再沸器7的底部连接，一效再沸器7的顶端通过管路与一效精馏塔3的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔3的顶端通过管路与冷却系统h连接后分两路，一路与负压系统i连接后再与尾气回收系统e连接，另一路通过管路与回流系统j连接；二效精馏塔2的顶端通过管路贯穿一效再沸器7后与回流系统j连接，二效精馏塔2的底端分两路，一路与二效再沸器6底部连接，另一路与二效塔釜出料泵9连接后与三效精馏塔1的中部连接，二效再沸器6的顶端通过管路与二效精馏塔2的底部蒸汽入口连接，一效塔釜出料泵8通过管路与二效精馏塔2的底端或中部连接；三效精馏塔1的顶端通过管路贯穿二效再沸器6后与回流系统j连接，三效精馏塔1的底端分两路，一路与三效再沸器5的底部连接，另一路与三效塔釜出料泵10连接后与四效蒸发器4的底部连接，三效再沸器5的顶端通过管路与三效精馏塔1的底部蒸汽入口连接，四效蒸发器4的顶端通过管路与补充蒸汽a管路合并后贯穿三效再沸器5后与冷凝液罐区d连接，四效蒸发器4的底端通过管路与出盐系统k连接后与储盐罐区c连接；蒸汽b通过管路贯穿四效蒸发器4后与冷凝液罐区d连接；回流系统j通过管路分别与一效精馏塔3、二效精馏塔2和三效精馏塔1的顶部连接，回流系统j通过管路与塔顶产品罐区g连接。

另一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，包括一效精馏塔13、一效再沸器17、二效精馏塔12、二效再沸器16、三效精馏塔11、三效再沸器15、四效蒸发器14和一效塔釜出料泵18，甘氨酸结晶母液罐区e1通过管路与三效精馏塔11的底端或中部连接，三效 精馏塔11的底端通过管路与三效再沸器15的底部连接，三效精馏塔11的底端通过管路与二效再沸器16连接后再与二效精馏塔12的底端连接或三效精馏塔11的底端通过管路与二效精馏塔12的中部连接，三效再沸器15的顶端出口通过管路与三效精馏塔13的底部蒸汽入口连接，三效精馏塔11的顶端通过管路贯穿二效再沸器16后与回流系统j1连接；二效精馏塔12的顶端通过管路贯穿一效再沸器17后与回流系统j1连接，二效精馏塔12的底端分两路，一路与二效再沸器16的底端连接，另一路与一效精馏塔13的中部连接；二效再沸器16的顶端通过管路与二效精馏塔12的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔13的底端分两路，一路与一效再沸器17的底端连接，另一路与一效塔釜出料泵18连接后与四效蒸发器的底部连接，一效再沸器17的顶端通过管路与一效精馏塔13的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔13的顶端通过管路与冷却系统h1连接后分两路，一路与负压系统i1连接后再与尾气回收系统f1连接，另一路通过管路与回流系统j1连接；四效蒸发器14的顶端通过管路与补充蒸汽a1管路合并后贯穿三效再沸器15后与冷凝液罐区d1连接，四效蒸发器14的底端通过管路与出盐系统k1连接后与储盐罐区c1连接；蒸汽b1通过管路贯穿四效蒸发器14后与冷凝液罐区d1连接；回流系统j1通过管路分别与一效精馏塔13、二效精馏塔12和三效精馏塔11的顶部连接，回流系统j1通过管路与塔顶产品罐区g1连接。

再沸器优选：热虹吸式再沸器、釜式再沸器、降膜式再沸器或一次通过式再沸器；最好是热虹吸式再沸器。

负压系统是液环真空泵、喷射真空泵和罗茨真空泵中至少一种。

回流系统主要由回流罐、回流泵和流量控制系统组成。

本发明的优点：

本发明的四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，不仅能够同时得到高纯度的甲醇和氯化铵，而且工艺简单、能耗低，采用本发明系统对甘氨酸结晶母液进行处理，所耗蒸汽为传统回收工艺的70％～80％，大大节省了操作费用，适合大规模生产。

附图说明

图1为一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统示意图。

图2为另一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统示意图。

具体实施方式

下面结合附图，根据某农药厂的甘氨酸母液组成，对本发明作进一步的说明。下述说明仅是为了使本领域的技术人员能够更好地理解本发明，但不对本发明作任何限制。

实施例1

一种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，见图1，包括一效精馏塔3、一效再沸器7、二效精馏塔2、二效再沸器6、三效精馏塔1、三效再沸器5、四效蒸发器4、一效塔釜出料泵8、二效塔釜出料泵9和三效塔釜出料泵10，甘氨酸结晶母液罐区f通过管路与一效精馏塔3的底端连接，一效精馏塔3的底端通过管路分别与一效塔釜出料泵8、一效再沸器7的底部连接，一效再沸器7的顶端通过管路与一效精馏塔3的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔3的顶端通过管路与冷却系统h连接后分两路，一路与负压系统i连接后再与尾气回 收系统e连接，另一路通过管路与回流系统j连接；二效精馏塔2的顶端通过管路贯穿一效再沸器7后与回流系统j连接，二效精馏塔2的底端分两路，一路与二效再沸器6底部连接，另一路与二效塔釜出料泵9连接后与三效精馏塔1的中部连接，二效再沸器6的顶端通过管路与二效精馏塔2的底部蒸汽入口连接，一效塔釜出料泵8通过管路与二效精馏塔2的底端连接；三效精馏塔1的顶端通过管路贯穿二效再沸器6后与回流系统j连接，三效精馏塔1的底端分两路，一路与三效再沸器5的底部连接，另一路与三效塔釜出料泵10连接后与四效蒸发器4的底部连接，三效再沸器5的顶端通过管路与三效精馏塔1的底部蒸汽入口连接，四效蒸发器4的顶端通过管路与补充蒸汽a管路合并后贯穿三效再沸器5后与冷凝液罐区d连接，四效蒸发器4的底端通过管路与出盐系统k连接后与储盐罐区c连接；蒸汽b通过管路贯穿四效蒸发器4后与冷凝液罐区d连接；回流系统j通过管路分别与一效精馏塔3、二效精馏塔2和三效精馏塔1的顶部连接，回流系统j通过管路与塔顶产品罐区g连接。

本实施例中甘氨酸结晶母液为某农药厂提供，其质量组成为甲醇：70％，nh4cl：5％，水：25％及其他微量组分；一效精馏塔的操作压力为45kpaa，塔顶温度为49.2℃，主要成份为甲醇，塔釜温度为53.2℃，主要成分为甲醇、水和氯化铵；二效精馏塔操作压力为100kpaa，塔顶温度为67.6℃，主要成分为甲醇，塔釜温度为78.4℃，主要成分为甲醇、水和氯化铵；三效精馏塔操作压力为220kpaa，塔顶温度为88.6℃，主要成分为甲醇，塔釜温度为129.4℃，主要成分为水和氯化铵；

四效蒸发器的操作压力为400kpaa，操作温度为162.7℃，四效蒸发器的热源b采用900kpaa的饱和水蒸气加热，

三效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用四效蒸发器的二次蒸汽作为热源，若二次蒸汽量不够，则采用400kpaa的饱和水蒸汽a作为补充热源；

二效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用三效精馏塔的塔顶蒸汽；

一效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用二效精馏塔的塔顶蒸汽；

负压系统为水环真空泵，抽气量为200m³/min，提供的绝对真空压力为20kpaa；

回流系统主要由回流罐、回流泵和流量控制系统组成；

一效精馏塔、二效精馏塔和三效精馏塔共用一套回流系统，回流液的温度51℃；

出盐系统为奥斯陆蒸发结晶系统，排出的盐主要成分为nh4cl，含水量<10％。

利用本发明的系统四效蒸发精馏回收甘氨酸母液中甲醇和氯化铵所消耗的蒸汽为传统回收工艺的70％左右。

甘氨酸结晶母液罐区f通过管路与一效精馏塔3的中部连接；另外，一效塔釜出料泵8通过管路与二效精馏塔2的中部连接，其它同本实施例，其效果与本实施例相似。

实施例2

第二种四效蒸发精馏工艺处理甘氨酸结晶母液的系统，包括一效精馏塔13、一效再沸器17、二效精馏塔12、二效再沸器16、三效精馏塔11、三效再沸器15、四效蒸发器14和一效塔釜出料泵18，甘氨酸结晶母液罐区e1通过管路与三效精馏塔11的底端连接，三效精馏塔11的底端通过管路与三效再沸器15的底部连接，三效精馏塔11的底端通过管路与二效再沸 器16连接后再与二效精馏塔12的底端连接，三效再沸器15的顶端出口通过管路与三效精馏塔13的底部蒸汽入口连接，三效精馏塔11的顶端通过管路贯穿二效再沸器16后与回流系统j1连接；二效精馏塔12的顶端通过管路贯穿一效再沸器17后与回流系统j1连接，二效精馏塔12的底端分两路，一路与二效再沸器16的底端连接，另一路与一效精馏塔13的中部连接；二效再沸器16的顶端通过管路与二效精馏塔12的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔13的底端分两路，一路与一效再沸器17的底端连接，另一路与一效塔釜出料泵18连接后与四效蒸发器的底部连接，一效再沸器17的顶端通过管路与一效精馏塔13的底部蒸汽入口连接，一效精馏塔13的顶端通过管路与冷却系统h1连接后分两路，一路与负压系统i1连接后再与尾气回收系统f1连接，另一路通过管路与回流系统j1连接；四效蒸发器14的顶端通过管路与补充蒸汽a1管路合并后贯穿三效再沸器15后与冷凝液罐区d1连接，四效蒸发器14的底端通过管路与出盐系统k1连接后与储盐罐区c1连接；蒸汽b1通过管路贯穿四效蒸发器14后与冷凝液罐区d1连接；回流系统j1通过管路分别与一效精馏塔13、二效精馏塔12和三效精馏塔11的顶部连接，回流系统j1通过管路与塔顶产品罐区g1连接。

本实施例中甘氨酸结晶母液与实施例1相同。一效精馏塔的操作压力为50kpaa，塔顶温度为51.4℃，主要成份为甲醇，塔釜温度为85.7℃，主要成分为水和氯化铵；二效精馏塔操作压力为280kpaa，塔顶温度为95.8℃，主要成分为甲醇，塔釜温度为103.8℃，主要成分为甲醇、水和氯化铵；三效精馏塔操作压力为500kpaa，塔顶温度为114.3℃，主要成分为甲醇，塔釜温度为118.2℃，主要成分为甲醇、水和氯化铵；四效蒸发器的操作压力为300kpaa，操作温度为151.3℃。

四效蒸发器的热源b1采用700kpaa的饱和水蒸气加热，

三效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用四效蒸发器的二次蒸汽作为热源，若二次蒸汽量不够，则采用300kpaa的饱和水蒸汽a1作为补充热源；

二效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用三效精馏塔的塔顶蒸汽；

一效再沸器为热虹吸式再沸器，热源采用二效精馏塔的塔顶蒸汽；

负压系统为水环真空泵，抽气量为200m³/min，提供的绝对真空压力为20kpaa；

回流系统主要由回流罐、回流泵和流量控制系统组成，

一效精馏塔、二效精馏塔和三效精馏塔共用一套回流系统，回流液的温度51℃；

出盐系统为奥斯陆蒸发结晶系统，排出的盐主要成分为nh4cl，含水量<10％。

利用本发明的系统四效蒸发精馏回收甘氨酸母液中甲醇和氯化铵所消耗的蒸汽为传统回收工艺的80％左右。

甘氨酸结晶母液罐区e1通过管路与三效精馏塔11的中部连接，另外，三效精馏塔11的底端通过管路与二效精馏塔12的中部连接，其它同本实施例，其效果与本实施例相似。

用釜式再沸器、降膜式再沸器或一次通过式再沸器替代本实施例的热虹吸式再沸器，其它同本实施例，其效果同本实施例。

用喷射真空泵或罗茨真空泵替代本实施例的液环真空泵，其它同本实施例，其效果同本实施例。