EO和/或PO尾气的回收处理方法及设备与流程

本发明属于尾气处理、资源回收领域，具体属于eo、po生产装置领域，涉及一种eo和/或po尾气的回收处理方法及设备，具体涉及一种含eo、po中至少一种的尾气的回收处理方法及设备。

背景技术：

随着各项环保法规的出台，如何合理的处理尾气成为环保的关键方向。根据《gb31571-2015石油化学工业污染物排放标准》要求，废气中eo、po的限值分别为0.5mg/m3、1mg/m3。现有技术或者很难达到此要求，或者会形成二次污染。

环氧乙烷(eo)常压下沸点10.8℃，易溶于水，易燃易爆，是一种最简单的环醚，属于杂环类化合物，作为各种溶剂、稀释剂、非离子型表面活性剂和增塑剂等，同时也用于制造其他化学品，如乙二醇、乙二醇醚、乙醇胺等，其中乙二醇最终用途是生产聚酯聚合物。

环氧丙烷(po)常压下沸点34℃，易溶于水，主要用于生产聚醚多元醇、丙二醇和各类非离子表面活性剂等，其中聚醚多元醇是生产聚氨酯泡沫、保温材料、涂料和胶粘剂等。

含eo和/或po的尾气主要来源于聚醚聚酯工艺生产产生的废气、eo/po生产装置安全阀泄压排放收集以及eo/po原料罐区产生的尾气等。其中生产工艺若采用电石泥工艺生产po，则会使po生产系统产生氨气，氨气的存在会导致无法测定系统醛值，增大系统碱度，影响产品纯度，同时会和po发生副反应生成异丙醇胺，异丙醇胺在温度小于30℃时凝固，堵塞管道设备等，影响生产效率。

中国专利申请cn106955563a通过水吸收和水合反应来处理含eo、po尾气，而工业尾气组成浓度和流量波动均非常大，反应效果难以控制，而且尾气中含有氧气，对于高温高压反应而言具有较大危险性。

技术实现要素：

本发明的目的是提供一种投资小、能耗低、无污染、高收率、高附加值回收eo和/或po产品的设备，基于该设备，采用吸附脱氨，吸收和精馏的方式，解决了以往技术中eo、po尾气排放不达标问题，具有较高的经济效益和产业价值。

本发明的目的是通过以下技术方案实现的：

一种eo和/或po尾气的回收处理设备，包括脱氨吸附塔、吸收系统、气液液分层器、预热器、脱轻系统、精馏回收系统；所述的脱氨吸附塔内装填吸附剂，脱氨吸附塔塔顶设有进气口，eo和/或po尾气自上而下通过吸附剂，脱氨吸附塔的塔底出气口与所述的吸收系统的进气口连接，所述的吸收系统包括至少一个吸收塔，吸收系统的出液口与所述的气液液分层器的进料口相连；所述的气液液分层器的水相出口经预热器与脱轻系统的进料口连接，所述的脱轻系统包括脱轻塔，脱轻塔塔顶气相出口经脱轻塔冷凝器与脱轻塔回流罐连接，脱轻塔回流罐的液相出口与脱轻塔的回液口连接，所述的脱轻塔塔底配有脱轻塔再沸器；所述的脱轻塔塔底出料口与所述的精馏回收系统的进料口连接，所述的精馏回收系统包括eo回收精馏塔和po回收精馏塔，所述的eo回收精馏塔塔顶气相出口经eo回收精馏塔冷凝器与eo回流罐连接，eo回流罐的液相出口分别设有eo产品采出管路、与eo回收精馏塔的回液口连接的回液管路，eo回收精馏塔塔底配有eo回收精馏塔再沸器，eo回收精馏塔塔底出料口与所述的po回收精馏塔的进料口连接；所述的po回收精馏塔的塔顶气相出口经po回收精馏塔冷凝器与po回流罐连接，po回流罐的液相出口分别设有po产品采出管路、与po回收精馏塔的回液口连接的回液管路，po回收精馏塔塔底配有po回收精馏塔再沸器；po回收精馏塔塔底出料口设有精馏废水回用管路，精馏废水回用管路依次经预热器、冷却器与吸收系统的吸收剂进口连接；在所述的脱轻塔出料口与po回收精馏塔的进料口之间设有与所述的eo回收精馏塔并联的po进料支管；在所述的eo回收精馏塔出料口设有与po回收精馏塔并联的eo精馏废水排放支管与精馏废水回用管路连接，尾气只含有eo时，eo回收精馏塔精馏废水经eo精馏废水排放支管、精馏废水回用管路返回吸收系统作为吸收剂。

优选的，所述的吸收系统包括串联的一级吸收塔和二级吸收塔，所述的一级吸收塔的塔顶出气口与所述的二级吸收塔的下部进气口连接，所述的一级吸收塔、二级吸收塔的塔底出液口与所述的气液液分层器的进料口连接。所述的一级吸收塔的吸收剂进口与精馏废水回用管路连接，所述的二级吸收塔的吸收剂进口与新鲜吸收剂储罐相连。

优选的，所述的气液液分层器的气相出口、吸收系统的出气口与rto/to/co焚烧炉或自给系统或eo和/或po生产装置的压缩机连接，气液液分层器的油相出口采出分散剂。气液液分层器气相出口采出vocs，气液液分层器采出的气相与二级吸收塔塔顶气相混合后去rto/to/co焚烧炉或自给系统焚烧产蒸汽或返回eo和/或po生产装置的压缩机使用，油相出口采出分散剂去精馏回收并循环至聚醚聚酯行业回收套用或自给系统焚烧产蒸汽，水相进行脱轻处理。

优选的，在所述的气液液分层器和脱轻系统的连接管路上设有脱轻塔进料泵；进一步的，在在所述的气液液分层器和脱轻塔进料泵的连接管路上设有缓冲罐。

优选的，在所述的脱轻塔回流罐与脱轻塔连接管路上设有脱轻塔回流泵。

优选的，脱轻塔回流罐的气相出口与氨吸收塔的进料口连接；进一步优选的，考虑到当氨吸收塔塔顶尾气不达标的情况，所述的氨吸收塔的出气口与稀硫酸吸收塔连接，以稀硫酸为洗涤液，吸收尾气中的氨气，使最终排放的尾气中氨气含量低于50ppm。

优选的，在所述的脱轻塔与eo回收精馏塔的连接管路上设有eo进料泵；在所述的eo回流罐与eo回收精馏塔的回液口的连接管路上设有eo回流泵；在所述的eo回收精馏塔与po回收精馏塔的连接管路上设有po进料泵；在所述的po回流罐与po回收精馏塔的回液口连接管路上设有po回流泵。

优选的，所述的eo回收精馏塔和po回收精馏塔设有侧线采出eo产品、po产品。

优选的，所述的po回收精馏塔回流罐设有气相采出管路，作为不凝气排放备用管线。

优选的，在所述的精馏废水回用管路上设有循环泵。

优选的，所述的冷却器为管壳式冷却器或板式冷却器。

本发明的另一个目的是提供一种基于所述的eo和/或po尾气的回收处理设备的eo和/或po尾气的回收处理方法，包括以下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：根据eo和/或po尾气中氨气含量，对eo和/或po尾气进行脱氨处理：当eo和/或po尾气中氨气体积含量≥0.5％wt，进行脱氨处理至尾气中氨气含量＜0.5％wt；当eo和/或po尾气中氨气含量＜0.5％wt，不进行脱氨处理；控制氨气含量＜0.5％wt，不仅能够避免副反应，还能够控制系统的碱度，避免氨气会影响醛值的测定、增大系统碱度和影响产品纯度；

步骤(2)、吸收处理：氨气含量＜0.5％wt的尾气进入包括至少一个吸收塔的吸收系统，尾气自吸收塔下部进入吸收塔内，以水、醇水混合液或者精馏废水为吸收剂，尾气与吸收剂逆流接触，分离出非甲烷总烃、醛类等、ch4、n2、o2等，得到含eo和/或po废水，废水进入气液液分层器，得到水相；

步骤(3)、脱轻处理：水相预热后泵入脱轻塔，脱轻塔塔顶采出不凝气，脱轻塔塔釜物料进入精馏回收系统进行eo和/或po精馏回收；

步骤(4)、eo和/或po精馏回收处理：脱轻塔塔釜物料含有eo或po，脱轻塔塔釜物料泵入eo回收精馏塔或po回收精馏塔，eo回收精馏塔或po回收精馏塔塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品或po产品，塔釜采出精馏废水；

脱轻塔塔釜物料含有eo和po，脱轻塔塔釜物料泵入eo回收精馏塔，塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品，eo回收精馏塔塔釜采出含po废水；将eo回收精馏塔塔釜物料泵入po回收精馏塔，塔顶液相采出po产品，塔釜采出精馏废水；

占精馏废水总量60～98％wt的精馏废水与待进入脱轻塔的水相换热，返回至吸收塔作为吸收剂使用。所述的eo和/或po尾气是含有eo、po中的至少一种的尾气，还含有氨气(nh3)、vocs、分散剂、甲烷(ch4)、非甲烷总烃、醛类化合物、n2、o2等物质。

具体的，所述的eo和/或po尾气只含有eo时，尾气中eo65％～75％wt，氨气0.01％～8％wt，vocs0.01％～5％wt，分散剂0.01％～0.5％wt，甲烷0.01％～5％wt，非甲烷总烃4％～12％wt，醛类化合物0.05％～5％wt，n20.001％～0.5％wt，o20.001％～0.1％wt，各成分相加为100％。

所述的eo和/或po尾气只含有po时，尾气中po65％～80％wt，氨气0.01％～10％wt，vocs0.01％～5％wt，分散剂0.01％～0.5％wt，甲烷0.01％～5％wt，非甲烷总烃4％～12％wt，醛类化合物0.05％～5％wt，n20.001％～0.5％wt，o20.001％～0.1％wt，各成分相加为100％。

所述的eo和/或po尾气同时含有eo、po时，尾气中eo25％～40％wt，po30％～45％wt，氨气0.01％～5％wt，vocs0.01％～5％wt，分散剂0.01％～0.5％wt，甲烷0.01％～5％wt，非甲烷总烃0.05％～10％wt，醛类化合物0.05％～5％wt，n20.001％～0.5％wt，o20.001％～0.1％wt，各成分相加为100％。

所述的非甲烷总烃为除甲烷外的烷烃、烯烃，具体为乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等。

所述的分散剂为三乙基己磷酸、十二烷基硫酸钠、甲基戊醇、聚丙烯酰胺、脂肪酸聚乙二醇酯、环己烷、甲苯等。

所述的醛类化合物为乙醛、丙醛等中的至少一种。

步骤(1)中，所述的脱氨处理(cn106397362a)为：将原料eo和/或po尾气通入脱氨吸附塔，原料自上而下通过吸附剂进行吸附脱氨，经过脱氨处理后，尾气中氨气含量＜0.5％wt。

所述的脱氨吸附塔的数量为至少1个；当脱氨吸附塔的数量为2个以上时，脱氨吸附塔之间并联设置；所述的脱氨吸附塔内装填吸附剂。

所述的脱氨吸附塔的吸附操作压力为0.1～2mpa，吸附温度为5～80℃，吸附空速为0.001～15m/s；优选的，脱氨吸附塔的操作压力为0.12～0.5mpa，吸附温度为30～50℃，吸附空速为0.01～5m/s。

所述的吸附剂为3a分子筛或者3a负载强化的分子筛。所述的3a负载强化的分子筛为mgo-3a分子筛、sio2-3a分子筛或mgo-sio2改性3a分子筛；mgo-3a分子筛中mgo的含量为1～5wt％；sio2-3a分子筛中sio2的含量为2～10wt％；mgo-sio2改性3a分子筛中mgo的含量为1～5wt％，sio2的含量为2～10wt％。

所述的吸附剂以氮气为解析介质进行解析再生，解析出的氨气经脱轻塔顶回收后去氨吸收塔进行氨气吸收处理。

步骤(2)中，所述的醇水混合液中醇的含量为1～100％wt，优选为1～80％wt；所述的醇为甲醇、乙醇、乙二醇、丙三醇、异丙醇等强极性有机溶剂中的至少一种。

所述的吸收塔为板式塔或填料塔。

所述的吸收塔的理论塔板数为2～50块，优选为5～40块；吸收塔的操作压力为0.001～0.6mpa；吸收塔的操作温度为0～20℃，优选为3～18℃；液气比为1～50，优选为2～45。

具体操作时，吸收塔的操作压力或为加压，操作温度或大于eo常压下的沸点温度，或为常压，操作温度或小于eo常压下的沸点温度。

优选的，所述的吸收系统包括串联的一级吸收塔和二级吸收塔。氨气含量＜0.5％wt的尾气进入一级吸收塔，以精馏回收系统产生的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，一级吸收塔塔顶排出的尾气(含非甲烷总烃、醛类化合物、n2、o2以及未吸收的eo、po)进入二级吸收塔，以新鲜水或醇水混合液作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，二级吸收塔塔顶采出非甲烷总烃、醛类化合物、n2、o2等；自一级吸收塔、二级吸收塔塔釜采出含eo和/或po废水，进入气液液分层器。

所述的气液液分层器的操作压力为0.001～0.6mpa，操作温度为0～20℃，通过界面计控制气液液分层器的液位。

步骤(3)中，所述的水相进入缓冲罐缓冲后，再预热泵入脱轻塔。

所述的水相由精馏回收系统最末个回收精馏塔产生的精馏废水预热至30～80℃。

优选的，占精馏废水总量60～98％wt的精馏废水与待进入脱轻塔的水相换热，冷却至12～25℃，再由冷却器冷却，返回至吸收塔作为吸收剂循环使用，余下的精馏废水外排。

所述的脱轻塔的理论塔板数为2～70块，优选为5～60块，进料位置为3～48块，优选为4～40块，脱轻塔的操作压力为0～0.7mpa，优选为0.001～0.65mpa，操作温度为0～20℃，优选为2.5～18℃，回流比为0.01～10，优选为0.2～9.5。脱轻塔塔顶采出不凝气，塔釜采出含eo和/或po废水。

优选的，脱轻塔塔顶采出的不凝气去氨吸收塔，以去离子水为洗涤液对不凝气中的氨气进行吸收处理，所述的氨吸收塔的理论塔板数为2～60块，优选为5～40块，氨吸收塔的操作压力为0～0.5mpa，优选为0.001～0.45mpa，操作温度为0～20℃，优选为2.5～18℃，氨吸收塔塔釜采出稀氨水，塔顶采出达标尾气(氨气含量低于50ppm)。考虑到氨吸收塔塔顶尾气不达标的情况，氨吸收塔塔顶尾气去稀硫酸吸收塔，以稀硫酸为洗涤液进一步吸收尾气中的氨气，使最终排放的尾气中氨气含量低于50ppm。

步骤(4)中，所述的eo回收精馏塔的理论塔板数为2～65块，优选为5～60块，进料位置为3～55块，优选为4～50块；eo回收精馏塔的操作压力0～0.65mpa，优选为0.001～0.62mpa，操作温度为0～20℃，优选为2～18℃，回流比为0.01～12，优选为0.3～10。

所述的po回收精馏塔的理论塔板数为2～60块，优选为5～56块，进料位置为3～50块，优选为4～40块；po回收精馏塔的操作压力为0～0.04mpa，操作温度为30～40℃，回流比为0.01～13，优选为0.25～10。

本发明具有以下有益效果：

1、本发明适用于尾气组成波动大的eo和/或po尾气，可稳定操作。

2、本发明方法具有投资小、能耗低，减轻环境污染的优点，同时用于eo、po生产企业以及聚醚聚酯生产企业的尾气处理，能够高收率的回收eo(收率≥95％)和/或po产品(收率≥95.5％)。

3、甲烷、非甲烷总烃和vocs等尾气组分可去自给系统焚烧产蒸汽或返回eo、po生产装置的压缩机使用，或采用rto/to/co等催化氧化技术进行末端治理。

4、尾气中的分散剂可回收循环至聚酯聚醚生产装置使用或去自给系统焚烧产蒸汽。

5、精馏产生的高温废水与待进入脱轻塔的废水进行换热，达到余热回收效果；换热后的精馏废水可循环至吸收塔做吸收剂。

附图说明

图1为本发明一种eo和/或po尾气的回收处理设备。

图中，1-脱氨吸附塔，2-一级吸收塔，3-二级吸收塔，4-气液液分层器，5-缓冲罐，6-脱轻塔进料泵，7-预热器，8-脱轻塔，9-脱轻塔冷凝器，10-脱轻塔回流罐，11-脱轻塔回流泵，12-脱轻塔再沸器，13-eo进料泵，14-eo回收精馏塔，15-eo回收精馏塔冷凝器，16-eo回流罐，17-eo回流泵，18-eo回收精馏塔再沸器，19-po进料泵，20-po回收精馏塔，21-po回收精馏塔冷凝器，22-po回流罐，23-po回流泵，24-po回收精馏塔再沸器，25-循环泵，26-冷却器，27-氨吸收塔。

具体实施方式

以下结合附图和具体实施例对本发明的技术方案作进一步详细说明。

实施例1

如图1所示，一种eo和/或po尾气的回收处理设备，包括由两个并联的脱氨吸附塔1组成的脱氨系统、由一级吸收塔2和二级吸收塔3组成的吸收系统、气液液分层器4、缓冲罐5、由脱轻塔进料泵6、预热器7、脱轻塔8、脱轻塔冷凝器9、脱轻塔回流罐10、脱轻塔回流泵11、脱轻塔再沸器12组成的脱轻系统、氨吸收塔27、由eo进料泵13、eo回收精馏塔14、eo回收精馏塔冷凝器15、eo回流罐16、eo回流泵17、eo回收精馏塔再沸器18、po进料泵19、po回收精馏塔20、po回收精馏塔冷凝器21、po回流罐22、po回流泵23、po回收精馏塔再沸器24组成的精馏回收系统、循环泵25、冷却器26。

所述的脱氨吸附塔1塔顶设有进气口，脱氨吸附塔1的塔底出气口与一级吸收塔2下部进气口连接，一级吸收塔3的塔顶出气口与所述的二级吸收塔3的下部进气口连接，二级吸收塔塔顶采出ch4、非甲烷总烃、n2、o2等，一级吸收塔2塔底出液口和二级吸收塔3塔底出液口与所述的气液液分层器4的进料口连接，一级吸收塔2和二级吸收塔3的出液口采出物流混合后进入气液液分层器4；气液液分层器4的气相出口采出vocs、非甲烷总烃等，油相出口采出分散剂，气液液分层器的水相出口采出含eo和/或po的水相，气液液分层器4的水相出口依次经缓冲罐5、脱轻塔进料泵6、预热器7与所述的脱轻塔8的进料口连接，水相与来自精馏回收系统的精馏废水换热后进入脱轻塔8；所述的脱轻塔8塔顶气相出口经脱轻塔冷凝器9与脱轻塔回流罐10连接，脱轻塔回流罐10的气相出口与氨吸收塔27连接对采出不凝气进行脱氨处理，脱轻塔回流罐10液相出口经脱轻塔回流泵11与脱轻塔9的回液口连接；所述的脱轻塔9塔底出料口经eo进料泵13与所述的eo回收精馏塔14的进料口连接，脱轻塔9配备有脱轻塔再沸器12，脱轻塔塔釜液相一部分进入脱轻塔再沸器12返回脱轻塔，一部分由eo进料泵13送入eo回收精馏塔14；所述的eo回收精馏塔14塔顶气相出口经eo回收精馏塔冷凝器15与eo回流罐16连接，eo回流罐16气相出口采出不凝气，液相出口与eo回流泵17相连，在eo回流泵17出口分别设有eo产品采出管路、与eo回收精馏塔14回液口连接的回液管路，自eo产品采出管路采出一部分eo产品，余下eo产品回流至eo回收精馏塔14；eo回收精馏塔14塔底出料口经po进料泵19与所述的po回收精馏塔20的进料口连接，eo回收精馏塔14配备有eo回收精馏塔再沸器18，自eo回收精馏塔14塔底出料口采出一部分塔釜物料进入eo回收精馏塔再沸器18，加热后返回eo回收精馏塔14，余下塔釜物料经po进料泵19输送至po回收精馏塔20；所述的po回收精馏塔20塔顶气相出口经po回收精馏塔冷凝器21与po回流罐22连接，po回流罐22的液相出口与po回流泵23相连，在po回流泵23出口分别设有po产品采出管路、与po回收精馏塔20回液口连接的回液管路，自po产品采出管路采出一部分po产品，余下po产品回流至po回收精馏塔20；po回收精馏塔20塔底出料口经精馏废水回用管路与一级吸收塔的吸收剂进口连接，在精馏废水回用管路上依次设有循环泵2、预热器7、冷却器26，po回收精馏塔20配备有po回收精馏塔再沸器24，自po回收精馏塔20塔底出料口采出一部分塔釜物料进入po回收精馏塔再沸器24，加热后返回po回收精馏塔20，余下塔釜物料(即精馏废水)一部分定期外排，一部分进入在预热器7中与待进入脱轻塔的水相换热，再由冷却器26冷却，进入一级吸收塔2作为吸收剂循环使用。

考虑到当eo和/或po尾气中氨气含量＜0.5％时，不需要进行脱氨处理，因此，所述的一级吸收塔2的进气口设有与脱氨系统并联的进气支管，经进气支管直接将原料eo和/或po尾气送入一级吸收塔2。

根据eo和/或po尾气是否含有eo、po，切换所述的脱轻塔与精馏回收系统的连接，在所述的脱轻塔8出料口与po回收精馏塔20的进料口之间设有与所述的eo回收精馏塔14并联的po进料支管，当尾气只含有po时，脱轻塔塔釜物料自脱轻塔9出料口排出，经po进料支管，由po进料泵19泵入po回收精馏塔20。

在所述的eo回收精馏塔14塔底出料口与循环泵25之间设有与po回收精馏塔20并联的精馏废水排放支管，尾气只含有eo时，通过精馏废水排放支管与精馏废水回用管路连接，eo回收精馏塔14塔釜废水进入在预热器7中与待进入脱轻塔的水相换热，再由冷却器26冷却，进入一级吸收塔2作为吸收剂循环使用。

开车阶段，在精馏回收系统的最末个精馏塔注入新鲜水或醇水溶液，将这股新鲜水从塔釜采出输送至一级吸收塔。

基于所述的eo和/或po尾气的回收处理设备进行eo和/或po尾气的回收处理方法，包括以下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：根据eo和/或po尾气中氨气含量，对eo和/或po尾气进行脱氨处理：当eo和/或po尾气中氨气体积含量≥0.5％wt，进行脱氨处理至尾气中氨气含量＜0.5％wt：将原料eo和/或po尾气通入脱氨吸附塔1，原料自上而下通过吸附剂进行吸附脱氨。

当eo和/或po尾气中氨气含量＜0.5％wt，不进行脱氨处理。

步骤(2)、吸收处理：氨气含量＜0.5％wt的尾气进入一级吸收塔2，以精馏回收系统最末个回收精馏塔产生的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔2，尾气与吸收剂逆流接触，一级吸收塔2塔顶排出的尾气(含非甲烷总烃、醛类化合物、n2、o2以及未吸收的eo、po)进入二级吸收塔3，以新鲜水或醇水混合液作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔3，尾气与吸收剂逆流接触，二级吸收塔3塔顶采出非甲烷总烃、醛类化合物、n2、o2等；自一级吸收塔、二级吸收塔塔釜采出含eo和/或po废水，进入气液液分层器，得到含eo和/或po水相；

步骤(3)、脱轻处理：水相进入缓冲罐5，再在预热器7中与来自精馏回收系统最末个回收精馏塔产生的精馏废水预热，由脱轻塔进料泵6泵入脱轻塔8，脱轻塔塔顶采出不凝气，不凝气进入氨吸收塔进行脱氨处理，氨吸收塔塔顶采出含氨量低于50ppm的尾气，脱轻塔塔釜物料进入精馏回收系统进行eo和/或po精馏回收；

步骤(4)、eo和/或po精馏回收处理：脱轻塔塔釜物料含有eo或po，脱轻塔塔釜物料泵入eo回收精馏14塔或po回收精馏塔20，eo回收精馏塔14塔或po回收精馏塔20塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品或po产品，塔釜采出精馏废水，占精馏废水总量60～98％wt的精馏废水经精馏废水回用管路与待进入脱轻塔的水相在预热器7中换热，再由冷却器26冷却，返回至一级吸收塔2作为吸收剂循环使用；

脱轻塔塔釜物料含有eo和po，脱轻塔塔釜物料由eo进料泵13泵入eo回收精馏塔14，塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品，eo回收精馏塔塔釜采出含po废水；eo回收精馏塔塔釜物料(含po废水)由po进料泵19泵入po回收精馏塔20，塔顶液相采出po产品，塔釜采出精馏废水，占精馏废水总量60～98％wt的精馏废水与待进入脱轻塔的水相换热，再由冷却器26冷却，返回至一级吸收塔2作为吸收剂循环使用。

实施例2

本实施例eo和po混合尾气组成：eo40％wt，po40％wt，氨气(nh3)5％wt，vocs4.4％wt，分散剂(十二烷基硫酸钠)0.4％wt，甲烷(ch4)2％wt，非甲烷总烃(乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等)4.02％wt，醛类(乙醛、丙醛等)4％wt，n20.1％wt，o20.08％wt，各成分相加为100％，温度为11℃。

基于实施例1所述的eo和/或po尾气的回收处理设备，对eo和po混合尾气进行回收处理，包括如下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：eo和po混合尾气采用中国专利cn106397362a进行脱氨处理：将原料eo和po混合尾气通入脱氨吸附塔1，原料自上而下通过吸附剂(mgo-3a分子筛，mgo的含量为1.8wt％)，脱氨吸附塔的操作压力为0.12mpa，温度为6℃，吸附空速为0.002m/s，氨气的脱除率为98.5％，经过脱氨处理的尾气中氨气含量＜0.5％wt。

步骤(2)、吸收处理：经过脱氨处理的尾气进入一级吸收塔2(一级吸收塔为填料塔，理论塔板数为15块)，以来自po回收精馏塔的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制一级吸收塔2的压力为0.002mpa，温度为10℃，液气比40；一级吸收塔塔顶排出的尾气(甲烷含量为30.5％wt、非甲烷总烃含量为50％wt、醛类含量为2.7％wt、n2含量为8.5％wt、o2含量为5.5％wt、水含量为2.5％wt、eo含量为0.15％wt、po含量为0.15％wt)进入二级吸收塔(二级吸收塔为填料塔，理论塔板数为12块)，以新鲜水作为二级吸收塔的吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制二级吸收塔的压力为0.0015mpa，温度为9℃，液气比38；二级吸收塔塔顶排出的气体中甲烷含量为30.63％wt、非甲烷总烃含量为51％wt、醛类含量为1.45％wt、n2含量为8.52％wt、o2含量为5.6％wt、水含量为2.8％wt、eo含量为90ppm、po含量为95ppm。

一级吸收塔和二级吸收塔塔釜采出吸收废液，吸收废液进入气液液分层器4，气液液分层器的操作压力为0.002mpa，操作温度为10℃，气液液分层器气相出口采出vocs，油相出口采出分散剂(十二烷基硫酸钠)，分得的水相中水含量为89％wt、eo含量为5％wt、po含量为5％wt，其余为1％wt。

分散剂作为油相采出去精馏塔分离回收并循环使用，或者去自给系统焚烧产蒸汽；二级吸收塔塔顶气相和分层器气相采出混合后或直接去rto/co/to焚烧炉焚烧排放，或进入自给系统焚烧产热，或返回eo、po生产装置的压缩机使用。

步骤(3)、脱轻处理：气液液分层器得到的水相进入缓冲罐，在预热器7中预热至70℃后由脱轻塔进料泵6送入脱轻塔8(脱轻塔的理论塔板数为40块，进料位置为10块)，脱轻塔的操作压力0.002mpa，操作温度为7℃，回流比为2；脱轻塔塔顶采出不凝气(甲烷含量为25％wt、非甲烷总烃含量为32.5％wt、醛类含量为2.49％wt、氨气含量为0.01wt％、n2含量为20％wt、o2含量为10％wt、eo含量为5％wt、po含量为5％wt)，塔釜采出含eo和po的废水(eo含量为5％wt、po含量为5％wt，水含量为90％wt)。

脱轻塔塔顶不凝气进入氨吸收塔(氨吸收塔的理论塔板数为40块)，氨吸收塔的操作压力0.0018mpa，操作温度为6.8℃，去离子水为洗涤液；氨吸收塔塔顶采出氨含量为45ppm的尾气，可直接排放；氨吸收塔塔釜采出稀氨水。

步骤(4)、eo精馏回收：脱轻塔塔釜物料由eo进料泵13送入eo回收精馏塔14(理论塔板数47块，进料位置为15块)，控制eo回收精馏塔的压力为0.006mpa，温度为11℃，回流比为3，eo回收精馏塔塔顶气相采出不凝气(甲烷含量为5％wt、非甲烷总烃含量为10％wt、n2含量为1.5％wt、o2含量为0.5％wt、eo含量为80％wt、po含量为3％wt)，液相采出eo产品，产品纯度为98.2％wt，收率为95.1％；eo回收精馏塔塔釜采出含po的废水(eo含量为20ppm、po含量为5％wt，水含量为95％wt)。

步骤(5)、po精馏回收：eo回收精馏塔塔釜物料由po进料泵19送入po回收精馏塔20(塔理论塔板数50块，进料位置为18块)，控制po回收精馏塔的压力为0.0025mpa，操作温度为34.1℃，回流比为2.5，po回收精馏塔塔顶液相采出po产品，纯度为99％，收率为96％，po回收精馏塔塔釜采出含醇废水，占总量87％wt的含醇废水与待进入脱轻塔的废水换热，降温至16℃，再经过冷却器26二级冷却到5.2℃，返回至一级吸收塔2作为吸收剂循环使用，占总量13％wt的含醇废水外排。

实施例3

本实施例eo和po混合尾气组成：eo40％wt，po44.8％wt，氨气(nh3)0.2％wt，vocs4.7％wt，分散剂(聚丙烯酰胺)0.1％wt，甲烷(ch4)2％wt，非甲烷总烃(乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等)7.02％wt，醛类(乙醛、丙醛等)1％wt、n20.1％wt，o20.08％wt，各成分相加为100％，温度为25℃。氧烷烃尾气中氨气含量低于0.5％wt，无需脱氨处理。

基于实施例1所述的eo和/或po尾气的回收处理设备，对eo和po混合尾气进行回收处理，包括如下步骤：

步骤(1)、吸收处理：原料eo和po混合尾气进入一级吸收塔2(一级吸收塔为板式塔，理论塔板数为18块)，以来自po回收精馏塔的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制吸收塔操作压力为0.01mpa，操作温度为12℃，液气比35；一级吸收塔塔顶排出的尾气(甲烷含量为28.5％wt、非甲烷总烃含量为52.0％wt、醛类含量2.7％wt、n2含量为7.5％wt、o2含量为6.5％wt、水含量为2.6％wt、eo含量为0.05％wt、po含量为0.05％wt)进入二级吸收塔(二级吸收塔为板式塔，理论塔板数为22块)，以新鲜水作为二级吸收塔的吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制二级吸收塔的压力为0.001mpa，温度为10℃，液气比40，二级吸收塔塔顶排出的气体中甲烷含量为29.13％wt、非甲烷总烃含量为53.0％wt、醛类含量为0.95％wt、n2含量为8.62％wt、o2含量为5.5％wt、水含量为2.8％wt、eo含量为50ppm、po含量为85ppm。

一级吸收塔和二级吸收塔塔釜采出吸收废液，吸收废液进入气液液分层器4，气液液分层器的操作压力为0.01mpa，操作温度为12℃，气液液分层器气相出口采出vocs，油相出口采出分散剂(聚丙烯酰胺)，分得的水相中水含量为88％wt、eo含量为5.5％wt、po含量为5％wt，其余为1.5％wt。

步骤(2)、脱轻处理：气液液分层器分得的水相进入缓冲罐，在预热器7中预热至65℃后由脱轻塔进料泵6送入脱轻塔8(理论塔板数为45块，进料位置为12块)，控制脱轻塔的压力0.2mpa，温度为12℃，回流比为3；脱轻塔塔顶采出不凝气(甲烷含量为23％wt、非甲烷总烃含量为32.5％wt、醛类含量为2％wt、氨气含量为1.5％wt、n2含量为21％wt、o2含量为9％wt、eo含量为5.5％wt、po含量为5.5％wt)；脱轻塔塔釜采出含eo和po废水，其中eo含量为4.8％wt、po含量为5.7％wt，水含量为89.5％wt。

脱轻塔塔顶不凝气进入氨吸收塔(氨吸收塔的理论塔板数为43块)，氨吸收塔的操作压力0.001mpa，操作温度为7℃，去离子水为洗涤液；塔顶采出氨气含量为40ppm的达标尾气，塔釜采出稀氨水。

步骤(3)、eo精馏回收：脱轻塔塔釜物料由eo进料泵13送入eo回收精馏塔14(理论塔板数43块，进料位置为17块)，控制eo回收精馏塔的压力为0.05mpa，温度为10.5℃，回流比为1.8；eo回收精馏塔塔顶气相采出不凝气(甲烷含量为6.5％wt、非甲烷总烃含量为11.5％wt、n2含量为2.5％wt、o2含量为1.5％wt、eo含量为75.5％wt、po含量为2.5％wt)，液相采出eo产品，产品纯度为98.3％wt，收率为95.5％，塔釜采出含po的废水(eo含量为40ppm、po含量为6.5％wt，水含量为93.5％wt)。

步骤(4)、po精馏回收：eo回收精馏塔塔釜物料由po进料泵19送入po回收精馏塔20(理论塔板数53块，进料位置为25块)，控制po回收精馏塔的压力为0.002mpa，温度为34.5℃，回流比为4.5；po回收精馏塔塔顶液相采出po产品，纯度为99％，收率为97％，塔釜采出含醇废水，占总量86％wt的塔釜废水与待进入脱轻塔的废水换热，降温至至18℃，再经过冷却器26二级冷却到6℃，返回至一级吸收塔2作为吸收剂循环使用，占总量14％wt的废水外排。

实施例4

eo尾气组成：eo70％wt，氨气(nh3)8％wt，vocs4.3％wt，分散剂(三乙基己磷酸)0.5％wt，甲烷(ch4)5％wt，非甲烷总烃(乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等)10.01％wt，醛类(乙醛、丙醛等)2％wt、n20.1％wt，o20.09％wt，各成分相加为100％，温度为30℃。

基于实施例1所述的eo和/或po尾气的回收处理设备，对eo尾气进行回收处理，包括如下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：eo尾气采用中国专利cn106397362a进行脱氨处理：将原料eo尾气通入脱氨吸附塔，原料自上而下通过吸附剂(3a分子筛)，脱氨吸附塔的压力为0.2mpa，温度为7℃，吸附空速为0.01m/s，吸附后氨气的脱除率为99％，经过脱氨处理的尾气中氨气含量＜0.5％wt。

步骤(2)、吸收处理：脱氨处理后的尾气进入一级吸收塔2(一级吸收塔为填料塔，理论塔板数为19块)，以来自eo回收精馏塔的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制一级吸收塔的压力为0.2mpa，温度为15℃，液气比为28；一级吸收塔顶采出尾气(甲烷含量为28％wt、非甲烷总烃含量为50.0％wt、醛类含量为0.05％wt、n2含量为11％wt、o2含量为8.2％wt、水含量为1.8％wt、eo含量为0.95％wt)进入二级吸收塔塔釜(二级吸收塔为填料塔，理论塔板数为10块)，以新鲜水作为二级吸收塔的吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制二级吸收塔的压力为0.15mpa，温度为11℃，液气比43，二级吸收塔塔顶排出的气体中甲烷含量为31.5％wt、非甲烷总烃含量为51.0％wt、醛类含量为0.6％wt、n2含量为9.52％wt、o2含量为5.6％wt、水含量为1.78％wt、eo含量为60ppm。

一级吸收塔和二级吸收塔塔釜采出吸收废液，废液进入气液液分层器，控制气液液分层器的操作压力为0.02mpa，操作温度为15℃，气液液分层器气相出口采出vocs，油相出口采出分散剂(三乙基己磷酸)，分得的水相中水含量为89％wt、eo含量为5％wt。

分散剂作为油相采出去精馏塔分离回收并循环使用，或者去自给系统焚烧产蒸汽；二级吸收塔塔顶气相和气液液分层器气相采出混合后或直接去rto/co/to焚烧炉焚烧排放，或进入自给系统焚烧产热，或返回eo生产装置的压缩机使用。

步骤(3)、脱轻处理：气液液分层器得到的水相进入缓冲罐，在预热器7中预热至48℃后由脱轻塔进料泵6送入脱轻塔8(理论塔板数为58块，进料位置为19块)，控制脱轻塔操作压力0.1mpa，操作温度为15℃，回流比3.6；脱轻塔塔顶采出不凝气，塔釜采出含eo废水。

脱轻塔塔顶不凝气进入氨吸收塔(氨吸收塔的理论塔板数为42块)，氨吸收塔的操作压力0.0014mpa，操作温度为8℃，去离子水为洗涤液；塔顶采出氨气含量为40ppm的达标尾气，塔釜采出稀氨水。

步骤(4)、eo精馏回收：脱轻塔塔釜物料由eo进料泵13送入eo回收精馏塔14(理论塔板数38块，进料位置为13块)，控制eo回收精馏塔操作压力为0.002mpa，操作温度为11℃，回流比为2.3；eo回收精馏塔塔顶采出不凝气(甲烷含量为30％wt、非甲烷总烃含量为34％wt、n2含量为22％wt、o2含量为10％wt、eo含量为4％wt)，液相采出eo产品，产品纯度为98.3％wt，收率为97.2％，塔釜采出含醇废水，占总量88％wt的塔釜废水与待进入脱轻塔的废水换热，降温至17℃，再经过冷却器26二级冷却到15℃，返回至一级吸收塔作为吸收剂循环使用，占总量12％wt的废水外排。

实施例5

po尾气组成：po78％wt，氨气(nh3)5.14％wt，vocs4.6％wt，分散剂(甲基戊醇)0.2％wt，甲烷(ch4)3.2％wt，非甲烷总烃(乙烷、乙烯、丙烷、丙烯等)8.0％wt，醛类(乙醛、丙醛等)0.26％wt、n20.5％wt，o20.1％wt，各成分相加为100％，温度为11℃。

基于实施例1所述的eo和/或po混合尾气的回收处理设备，对po尾气进行回收处理，包括如下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：po尾气采用中国专利cn106397362a进行脱氨处理：将原料eo尾气通入脱氨吸附塔，原料自上而下通过吸附剂(3a分子筛)，脱氨吸附塔的压力为0.15mpa，吸附温度为8℃，吸附空速为0.006m/s，吸附后氨气的脱除率为99.2％，经过脱氨处理的尾气中氨气含量＜0.5％wt。

步骤(2)、吸收处理：脱氨处理后的尾气进入一级吸收塔(一级吸收塔为填料塔,理论塔板数为20块)，以来自po回收精馏塔的精馏废水作为吸收剂，吸收剂自塔顶进入一级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制一级吸收塔操作压力为0.08mpa，操作温度为12.5℃，液气比为44，一级吸收塔顶采出尾气(甲烷含量为32.5％wt、非甲烷总烃含量为50.0％wt、醛类含量1.8％wt、n2含量为8.8％wt、o2含量为5.8％wt、水含量为3.7％wt、po含量为2.6％wt)进入二级吸收塔塔釜(二级吸收塔为填料塔，理论塔板数为16块)，以5％wt乙二醇水溶液作为二级吸收塔的吸收剂，吸收剂自塔顶进入二级吸收塔，尾气与吸收剂逆流接触，控制二级吸收塔操作压力为0.06mpa，操作温度为9.5℃，液气比为43，二级吸收塔塔顶排出的气体中甲烷含量为33.9％wt、非甲烷总烃含量为50％wt、醛类含量1％wt、n2含量为9％wt、o2含量为4％wt、水含量为2.1％wt、po含量为94ppm。

一级吸收塔和二级吸收塔塔釜采出吸收废液，废液进入气液液分层器，控制气液液分层器的操作压力为0.08mpa，操作温度为12.5℃，气相出口采出vocs，油相出口采出分散剂(甲基戊醇)，分得的水相中水含量为87％wt、po含量为6％wt，乙二醇含量为其余为6％wt，其余为1％wt。

分散剂作为油相采出去精馏塔分离回收并循环使用，或者去自给系统焚烧产蒸汽。二级吸收塔塔顶气相和分层器气相采出混合后或直接去rto/co/to焚烧炉焚烧排放，或进入自给系统焚烧产热，或返回po生产装置的压缩机使用。

步骤(3)、脱轻处理：气液液分层器得到的水相进入缓冲罐，在预热器7中预热至64℃后由脱轻塔进料泵6送入脱轻塔8(理论塔板数为42块，进料位置为16块)，控制脱轻塔操作压力0.04mpa，操作温度为10.5℃，回流比3.3；脱轻塔塔顶采出不凝气(甲烷含量为26％wt、非甲烷总烃含量为34％wt、醛类含量1.5％wt、氨气含量为0.5％wt、n2含量为22％wt、o2含量为12％wt、po含量为4％wt)，塔釜采出含po废水(po含量为6％wt，水含量为89％wt，乙二醇含量为5％wt)。

脱轻塔塔顶不凝气进入氨吸收塔(氨吸收塔的理论塔板数为35块)，氨吸收塔的操作压力0.001mpa，操作温度为9℃，去离子水为洗涤液；塔顶采出氨气含量为38ppm的达标尾气，塔釜采出稀氨水。

步骤(4)、po精馏回收：脱轻塔塔釜物料由po进料泵19送入po回收精馏塔20(理论塔板数49块，进料位置为14块)，控制po回收精馏塔操作压力为0.002mpa，操作温度为34.3℃，回流比为2.7；po回收精馏塔20塔顶液相采出po产品，纯度为98.9％，收率为95.8％，塔釜采出含醇废水(乙二醇含量5％wt、水为95％wt，其余含量20ppm)，占总量84.5％wt的塔釜含醇废水与待进入脱轻塔的废水换热，降温至15.7℃，再经过冷却器26二级冷却到12.5℃，返回至一级吸收塔作为吸收剂循环使用，占总量15.5％wt的含醇废水外排。

本发明的实施方式是优选实施例，其描述较为具体和详细，因此，本发明将不会被限制于本文所示的实施例。应当指出的是，对于所属领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明构思的前提下，还可以做出若干修改和改进，这些都属于本专利的保护范围。因此，本专利的保护范围应以所附权利要求为准。

技术特征：

1.一种eo和/或po尾气的回收处理设备，其特征在于包括脱氨吸附塔、吸收系统、气液液分层器、预热器、脱轻系统、精馏回收系统；所述的脱氨吸附塔内装填吸附剂，eo和/或po尾气自上而下通过吸附剂，脱氨吸附塔的出气口与所述的吸收系统的进气口连接，所述的吸收系统包括至少一个吸收塔，吸收系统的出液口与所述的气液液分层器的进料口相连；所述的气液液分层器的水相出口经预热器与脱轻系统的进料口连接，所述的脱轻系统包括脱轻塔，脱轻塔塔顶气相出口经脱轻塔冷凝器与脱轻塔回流罐连接，脱轻塔回流罐的液相出口与脱轻塔的回液口连接；所述的脱轻塔出料口与所述的精馏回收系统的进料口连接，所述的精馏回收系统包括eo回收精馏塔和po回收精馏塔，所述的eo回收精馏塔塔顶气相出口经eo回收精馏塔冷凝器与eo回流罐连接，eo回流罐的液相出口分别设有eo产品采出管路、与eo回收精馏塔的回液口连接的回液管路，eo回收精馏塔出料口与所述的po回收精馏塔的进料口连接；所述的po回收精馏塔的塔顶气相出口经po回收精馏塔冷凝器与po回流罐连接，po回流罐的液相出口分别设有po产品采出管路、与po回收精馏塔的回液口连接的回液管路；po回收精馏塔出料口设有精馏废水回用管路，精馏废水回用管路依次经预热器、冷却器与吸收系统的吸收剂进口连接；在所述的脱轻塔出料口与po回收精馏塔的进料口之间设有与所述的eo回收精馏塔并联的po进料支管；在所述的eo回收精馏塔出料口设有与po回收精馏塔并联的eo精馏废水排放支管与精馏废水回用管路连接。

2.根据权利要求1所述的eo和/或po尾气的回收处理设备，其特征在于所述的吸收系统包括串联的一级吸收塔和二级吸收塔，所述的一级吸收塔的塔顶出气口与所述的二级吸收塔的下部进气口连接，所述的一级吸收塔、二级吸收塔的塔底出液口与所述的气液液分层器的进料口连接；所述的一级吸收塔的吸收剂进口与精馏废水回用管路连接。

3.一种基于权利要求1所述的回收处理设备的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于包括如下步骤：

步骤(1)、脱氨处理：根据eo和/或po尾气中氨气含量，对eo和/或po尾气进行脱氨处理：当eo和/或po尾气中氨气含量≥0.5％wt，进行脱氨处理，至尾气中氨气含量＜0.5％wt；当eo和/或po尾气中氨气含量＜0.5％wt，不进行脱氨处理；

步骤(2)、吸收处理：氨气含量＜0.5％wt的尾气进入包括至少一个吸收塔的吸收系统，尾气自吸收塔下部进入吸收塔内，以水、醇水混合液或者精馏废水为吸收剂，尾气与吸收剂逆流接触，得到含eo和/或po废水，废水进入气液液分层器，得到水相；

步骤(3)、脱轻处理：水相预热后泵入脱轻塔，脱轻塔塔顶采出不凝气，脱轻塔塔釜物料进行eo和/或po精馏回收；

步骤(4)、eo和/或po精馏回收处理：脱轻塔塔釜物料含有eo或po时，脱轻塔塔釜物料泵入eo回收精馏塔或po回收精馏塔，eo回收精馏塔或po回收精馏塔塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品或po产品，塔釜采出精馏废水；

脱轻塔塔釜物料含有eo和po时，脱轻塔塔釜物料泵入eo回收精馏塔，塔顶气相采出不凝气，液相采出eo产品，eo回收精馏塔塔釜采出含po废水；将eo回收精馏塔塔釜采出的含po废水泵入po回收精馏塔，塔顶液相采出po产品，塔釜采出精馏废水；

占精馏废水总量60～98％wt的精馏废水与待进入脱轻塔的水相换热，返回至吸收塔作为吸收剂使用。

4.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于所述的eo和/或po尾气是含有eo、po中的至少一种、氨气、醛类化合物、vocs、分散剂、甲烷、非甲烷总烃、n2、o2。

5.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(2)中，所述的吸收塔的理论塔板数为2～50块，优选为5～40块；吸收塔的操作压力为0.001～0.6mpa；吸收塔的操作温度为0～20℃，优选为3～18℃；液气比为1～50，优选为2～45；所述的气液液分层器的操作压力为0.001～0.6mpa，操作温度为0～20℃。

6.根据权利要求3或5所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(2)中，所述的吸收系统包括串联的一级吸收塔和二级吸收塔；氨气含量＜0.5％wt的尾气进入一级吸收塔，以精馏回收系统产生的精馏废水作为吸收剂，一级吸收塔塔顶排出的尾气进入二级吸收塔，以新鲜水或醇水混合液作为吸收剂；自一级吸收塔、二级吸收塔塔釜采出含eo和/或po废水，进入气液液分层器。

7.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(3)中，所述的水相由精馏回收系统最末个精馏回收塔产生的精馏废水预热至30～80℃。

8.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(3)中，所述的脱轻塔的理论塔板数为2～70块，优选为5～60块，进料位置为3～48块，优选为4～40块，脱轻塔的操作压力为0～0.7mpa，优选为0.001～0.65mpa，操作温度为0～20℃，优选为2.5～18℃，回流比为0.01～10，优选为0.2～9.5。

9.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(3)中，脱轻塔塔顶采出的不凝气去氨吸收塔，以去离子水为洗涤液对不凝气中的氨气进行吸收处理；所述的氨吸收塔的理论塔板数为2～60块，优选为5～40块，氨吸收塔的操作压力为0～0.5mpa，优选为0.001～0.45mpa，操作温度为0～20℃，优选为2.5～18℃。

10.根据权利要求3所述的eo和/或po尾气的回收处理方法，其特征在于步骤(4)中，所述的eo回收精馏塔的理论塔板数为2～65块，优选为5～60块，进料位置为3～55块，优选为4～50块；eo回收精馏塔的操作压力0～0.65mpa，优选为0.001～0.62mpa，操作温度为0～20℃，优选为2～18℃，回流比为0.01～12，优选为0.3～10；

所述的po回收精馏塔的理论塔板数为2～60块，优选为5～56块，进料位置为3～50块，优选为4～40块；po回收精馏塔的操作压力为0～0.04mpa，操作温度为30～40℃，回流比为0.01～13，优选为0.25～10。

技术总结

本发明属于尾气处理、资源回收领域，公开了一种EO和/或PO尾气的回收处理方法，包括：脱氨处理：根据EO和/或PO尾气中氨气含量，对EO和/或PO尾气进行脱氨处理；吸收处理：氨气含量＜0.5％的尾气进入包括至少一个吸收塔的吸收系统，尾气自吸收塔下部进入吸收塔内，以水、醇水混合液或者精馏废水为吸收剂，尾气与吸收剂逆流接触，得到含EO和/或PO废水，废水进入气液液分层器，得到水相；脱轻处理：水相预热后泵入脱轻塔，脱轻塔塔釜物料进行EO和/或PO精馏回收。本发明适用于尾气组成波动的EO和/或PO尾气，具有投资小、能耗低，减轻环境污染的优点，能够高收率的回收EO和/或PO产品。

技术研发人员：刘琼;黄小康;张扬;赵怡;谢佳华

受保护的技术使用者：南京佳华工程技术有限公司

技术研发日：2021.01.05

技术公布日：2021.05.25