具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

在本发明，除非特殊说明，所述压力均指绝压。

在本发明中，在未作相反说明的情况下，使用的方位词上、中和下可以是所述设备由上往下均分成的三段，也可以是以所述设备的内构件为分段标准的，即不是均分成的三段，只要能够使本领域技术人员能够区别即可。

本发明第一方面提供一种含苯胺气体的处理方法，该方法包括以下步骤：

(1)在急冷塔中，将含有苯胺的反应平衡混合气与补充喷淋液逆向接触，得到急冷塔塔底料液和急冷塔塔顶气相；

(2)急冷塔塔底料液分为采出物料和循环物料两部分，循环物料返回急冷塔作喷淋液循环使用；

(3)将急冷塔塔顶气相进行冷凝，得到不凝气和冷凝液；

(4)将所述冷凝液进行油水分离，得到粗苯胺和含苯胺废水。

本发明第二方面提供一种含苯胺气体的处理方法，该方法包括以下步骤：

(1)含有苯胺的反应平衡混合气从底部进入急冷塔中，补充喷淋液从急冷塔塔顶喷淋，得到急冷塔塔底料液和急冷塔塔顶气相；

(2)急冷塔塔底料液经循环泵引出后，部分作为采出物料，剩余部分作为循环物料返回急冷塔作喷淋液循环使用；

(3)急冷塔塔顶气相进入冷凝器进行冷凝，得到不凝气和冷凝液；

(4)将所述冷凝液送入油水分离器进行油水分离，得到粗苯胺和含苯胺废水。

本发明对所述急冷塔的尺寸和材质没有特别的限定，只要能够分别满足所述急冷塔内物料的处理量和腐蚀裕量的要求，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。

根据本发明，对所述反应平衡混合气的来源选择范围较宽，只要是含有苯胺的混合气均可以采用本发明的方法进行处理，优选地，所述反应平衡混合气来自硝基苯流化床气相加氢反应。

本发明采用带有补充喷淋液的急冷塔，对含有苯胺的反应平衡混合气冷凝效果好，避免了设备(本发明中包括氢气换热器和/或冷凝器)堵塞的同时，优化了能量利用，实现了装置长周期稳定运行和节能降耗的目的。

本发明中，对所述硝基苯流化床气相加氢反应的条件选择范围较宽，可以是本领域的常规选择，本发明在此不再赘述。本发明对所述硝基苯流化床气相加氢反应的设备没有特别的限定，可以是本领域的常规选择，本发明在此不再赘述。

根据本发明，优选地，所述反应平衡混合气中含有苯胺、氢气和水。本发明对所述反应平衡混合气中含有的苯胺的重量选择范围较宽，优选地，以所述反应平衡混合气的总量为基准，苯胺的含量为40-80重量％，优选为55-75重量％。

根据本发明，优选地，所述反应平衡混合气中还含有催化剂颗粒，所述催化剂颗粒的含量为100-10000ppm，优选为1000-4000ppm。

本发明对所述催化剂颗粒的尺寸选择范围较宽，一般为难以被流化床中旋风分离器完全捕集的尺寸。优选地，所述催化剂颗粒的尺寸为2-20μm。本发明对所述催化剂没有特别的限定，只要能够在硝基苯流化床气相加氢反应中具有催化作用即可。例如为铜基催化剂。

根据本发明，优选地，所述反应平衡混合气温度为180-260℃，优选为210-240℃。

根据本发明一种优选实施方式，步骤(1)中，所述补充喷淋液为含有苯胺的水溶液，所述水的含量为92-99.9重量％，优选为94-97重量％。在该种优选情况下，有利于降低运行成本，实现节能降耗的目的。

根据本发明，优选地，所述补充喷淋液的温度为10-60℃，优选为20-50℃。在该种优选情况下，对所述反应平衡混合气的冷凝效果更好，有利于提高系统稳定性。

根据本发明一种优选实施方式，相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为10-60重量份，优选为15-40重量份。采用本发明的方法，相较于现有技术，使用更少量的补充喷淋液即可，更有利于节省运行成本。

根据本发明一种优选实施方式，至少部分步骤(1)所述补充喷淋液由步骤(4)所述含苯胺废水提供。在该种优选实施方式下，无需或者少量从装置外补充喷淋剂，更有利于降低装置运行成本。更优选步骤(1)所述补充喷淋液全部由步骤(4)所述含苯胺废水提供。该种优选实施方式下，无需从装置外补充喷淋剂，更有利于降低装置运行成本。

本发明对所述急冷塔的操作温度选择范围较宽，优选地，所述急冷塔塔底温度为70-115℃，塔顶温度为65-110℃。在该种优选情况下，对所述反应平衡混合气的冷凝效果更好，有利于提高系统稳定性。

进一步优选地，所述急冷塔塔底温度为75-110℃，塔顶温度为69-100℃。在该种优选情况下，对所述反应平衡混合气的冷凝效果更好，有利于提高系统稳定性。

本发明对急冷塔的内部结构选择范围较宽，例如，所述急冷塔可以至少喷淋器和捕沫器，对于二者的数量选择范围较宽，当然，喷淋器和捕沫器的数量越多，效果越好，但是成本较高。优选地，所述急冷塔包含至少两层喷淋器和至少一层捕沫器，更优选地，所述急冷塔包含2-6层喷淋器和2-4层捕沫器。在该种优选实施方式下，更有利于提高对所述反应平衡混合气的冷凝效果和对固体催化剂颗粒的捕集作用，从而提高装置稳定性。

在本发明中，对所述喷淋器没有特别的限定，只要能实现将所述喷淋液进行喷淋的作用即可，可以为本领域的常规选择，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。例如，所述喷淋器包含喷淋头，对于喷淋头的设置选择范围较宽，为了更进一步优化喷淋效果，所述急冷塔包含两层喷淋器，两层喷淋器的喷淋头优选为密布排列；或者，所述急冷塔包含四层喷淋器的，四层喷淋器的喷淋头优选为4层交错排列。

本发明对所述捕沫器没有特别的限定，可以为本领域的常规选择，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。

根据本发明一种优选实施方式，步骤(2)中，采出物料占所述循环物料的3-25重量％，优选为5-20重量％。在该种优选情况下，有利于提高对所述反应平衡混合气的冷凝效果，进而提高系统的稳定性。

根据本发明，优选地，急冷塔塔底料液中苯胺的含量为90-99.9重量％，优选为96-99.9重量％。

根据本发明，优选地，步骤(2)还包括对所述采出物料进行固液分离，得到清液。所述固液分离使得所述采出物料含有的催化剂颗粒得到脱除。优选地，所述清液中苯胺的含量为90-99.9重量％，优选为96-99.9重量％。所述固液分离可以采用过滤器进行。对所述过滤器的精度选择范围较宽，只要能够分离出催化剂颗粒即可，优选地，所述过滤器可以采用分离精度为5-20微米的过滤器。

根据本发明，优选地，所述清液中水的含量为0.1-10重量％，优选为0.5-2重量％。所述清液可以直接采出或者去精制系统。

根据本发明，优选地，步骤(1)所述的反应平衡混合气中的苯胺在急冷塔中的液化回收率不低于50％，优选为不低于60％，进一步优选为60％-90％。所述液化回收率指的是单位时间内塔釜采出液中苯胺重量占反应平衡混合气中的苯胺重量的百分比。

根据本发明，优选地，所述急冷塔塔顶气相中含有苯胺、氢气和水。

在一种具体实施方式下，所述急冷塔塔顶气相中还含有氮气，所述氮气的含量为0-1重量％。

根据本发明一种优选实施方式，所述急冷塔塔顶气相中苯胺含量不超过40重量％，更优选不超过20重量％。

在本发明中，步骤(3)中，对所冷凝器的设置方式选择范围较宽，具体地，例如设置可以一级冷凝，也可以两级冷凝或多级冷凝。在本发明中，所述一级冷凝是指将所述急冷塔塔顶气相通入一个冷凝器，或者两个或多个并联的冷凝器进行一次冷凝。所述两级冷凝是指将所述急冷塔塔顶气相通入串联的两个冷凝器，所述串联的两个冷凝器可以为一组，两组或多组，所述两级冷凝的含义与此相似，本领域技术人员可以按需选择。

步骤(3)冷凝器顶部得到不凝气，所述不凝气可以氢气回收系统。

根据本发明，步骤(4)中，对所述油水分离的设备没有特别的限定，可以为本领域的常规选择。在一种具体实施方式下，采用油水分离器进行。本发明对所述油水分离器没有特别的限定，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。

本发明步骤(4)得到的粗苯胺可以去苯胺精制单元。

根据本发明一种优选实施方式，如图2所示，所述含苯胺气体的处理方法还包括：将反应平衡混合气送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器进行换热，将氢气换热器出口得到的带有固体颗粒的低温反应气送入急冷塔；

所述含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器包括固体缓冲罐和氢气换热器，且固体缓冲罐的底部与所述氢气换热器的顶部连通。在该种优选实施方式下，不但能够有效利用反应平衡混合气的热量，且更有利于避免设备的堵塞，提高装置稳定性。

在本发明中，对所述固体颗粒喷射系统的运行方式没有特别的限定，可以根据压差或者温差调整运行频率，也可以根据间隔时间间歇运行，具体地，所述间隔时间可以为1-150h，优选为12-72h。

根据本发明一种优选实施方式，如图3所示，该方法还包括：氢气换热器的压差超过设定值时，将固体颗粒加入到固体缓冲罐，在载气的带动下喷射到氢气换热器顶部。在该种优选实施方式下，当氢气换热器出现堵塞(压差超过设定值)时，固体颗粒在载气的带动下喷射到氢气换热器顶部，能够起到清堵的作用。本发明对所述压差设定值没有特别的限定，本领域技术人员可以通过实际生产过程中的具体情况进行适当选择。本发明中，优选地，所述压差设定值为1-30kPa，优选为2-10kPa。

优选地，所述氢气换热器设置有压差传感器，载气和固体缓冲罐管道装有联锁气动阀；当氢气换热器的压差超过设定值，信号通过压差传感器传输到联锁气动阀，阀门开启，固体颗粒加入到固体缓冲罐，在载气的带动下喷射到氢气换热器顶部，当氢气换热器的压差低于设定值，联锁气动阀阀门联动关闭。在该种优选实施方式下，更有利于避免设备堵塞，提高系统的稳定性。

本发明对所述固体颗粒的尺寸和种类选择范围较宽，优选地，所述固体颗粒为粒径为0.1-5mm的惰性固体颗粒。优选地，所述惰性固体颗粒选自氧化铝、二氧化硅、硅酸锆、铁丝球、硅胶和氧化锆中的至少一种。

根据本发明，优选地，所述载气选自氮气、氦气、氖气和氢气中的至少一种。为了进一步降低运行成本，优选地，所述载气为氮气和/或氢气。

根据本发明，优选地，所述低温反应气的温度为110-130℃。

根据本发明一种优选实施方式，所述补充喷淋液为含有苯胺的水溶液，所述水的含量为92-99.9重量％，优选为94-97重量％。

根据本发明，优选地，所述补充喷淋液的温度为30-50℃。

根据本发明一种优选实施方式，相对于100重量份的所述低温反应气，所述补充喷淋液的用量为10-30重量份。在该种优选实施方式下，所述补充喷淋液的用量更少。

根据本发明一种优选实施方式，如图3所示，所述补充喷淋液分为重量比为0.1-10的补充喷淋液I和补充喷淋液II，补充喷淋液I和补充喷淋液II分别在急冷塔塔顶和急冷塔中部进行喷淋。在该种优选实施方式下，更有利于提高对所述反应平衡混合气的冷凝效果，降低装置运行成本。优选地，相对于100重量份的所述低温反应气，所述补充喷淋液的总用量为5-25重量份。在该种优选情况下，所述补充喷淋液的用量更少。

本发明第三方面提供一种含苯胺气体的处理系统，该系统包括：

急冷塔、冷凝器以及油水分离器；所述急冷塔的塔顶出口与冷凝器的入口连通，所述冷凝器的液相出口与所述油水分离器的入口连通；

所述急冷塔塔底与塔顶设置有循环管线，以使得至少部分急冷塔塔底物料循环至急冷塔塔顶；

所述急冷塔塔顶还连通有补充喷淋管线，以将补充喷淋液引入所述急冷塔。

本发明对所述冷凝器没有特别的限定，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择，具体选择如上文所述，在此不再赘述。在本发明中，所述油水分离器的选择范围较宽，只要能够实现将所述油相与水相进行分离的目的即可，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。

根据本发明，优选地，所述急冷塔包含至少两层喷淋器和至少一层捕沫器，更优选地，所述急冷塔包含2-6层喷淋器和2-4层捕沫器。喷淋器和捕沫器的选择如上文所述，在此不再赘述。

根据本发明，优选地，所述循环管线上还设置有循环泵，所述循环泵用于引出所述急冷塔塔底物料，得到采出物料和循环物料。本发明对所述循环泵的选择范围较宽，可以为本领域的常规选择。

根据本发明，优选地，该系统还包括固液分离器，所述固液分离器与所述循环泵连通，以对所述采出物料进行固液分离。本发明对所述固液分离器没有特别的限定，只要能够实现对所述采出物料进行固液分离的目的即可，具体地，所述固液分离器可以为分离精度为1-20μm的过滤器。在本发明中，所述固液分离使得所述采出物料含有的催化剂颗粒得到脱除。

根据本发明一种优选实施方式，该系统还包括固体缓冲罐和氢气换热器，固体缓冲罐的出口与氢气换热器的顶部入口连通；所述氢气换热器的底部出口与急冷塔的入口连通；所述固体缓冲罐设置有载气输入管线和固体颗粒输入管线。在该种优选实施方式下，更有利于避免设备的堵塞，提高装置运行的稳定性。

在本发明中，对所述氢气换热器没有特别的限定，可以为本领域的常规选择。本发明中所述固体缓冲罐的选择范围较宽，只要能够实现对所述固体颗粒进行存储和缓冲的作用即可，本领域的技术人员可以根据实际需要按需选择。

根据本发明，优选地，所述氢气换热器设置有压差传感器，所述载气输入管线设置有联锁气动阀，所述压差传感器通过压差的变化控制联锁气动阀的开关。

在本发明中，所述载气的选择如前所述，本发明在此不再赘述。本发明对所述压差传感器没有特别的限定，可以为本领域的常规选择。在本发明中，对所述联锁气动阀没有特别的限定，本领域技术人员可以根据实际需要按需选择。

在一种优选的具体实施方式下，按照如图1所示的流程图进行含苯胺气体的处理，具体地：

将反应平衡混合气(温度为210-240℃，苯胺的含量为55-75重量％)从急冷塔2(塔底温度为75-110℃，塔顶温度为69-100℃；两包含层喷淋器和一层捕沫器)的底部进入，补充喷淋液(温度为20-60℃；水的含量为92-99.9重量％；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为15-40重量份)从塔顶喷淋，急冷塔塔底料液(其中苯胺的含量为96-99.9重量％)经循环泵引出，得到采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的3-25重量％)，所述循环物料返回塔顶作为喷淋液；采出物料经固液分离器1，分离出催化剂颗粒后，得到的清液去苯胺精制单元。急冷塔塔顶气相(其中苯胺含量不超过20重量％)进入冷凝器3，冷凝器3顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到的含苯胺废水部分回用作为补充喷淋液。

在一种优选的具体实施方式下，按照如图2所示的流程图进行含苯胺气体的处理，具体地：

将反应平衡混合气(温度为210-240℃，苯胺的含量为55-75重量％)送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6进行换热；氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为110-130℃)从底部进入急冷塔2(塔底温度为75-110℃，塔顶温度为69-100℃；两包含层喷淋器和一层捕沫器)，补充喷淋液(温度为30-50℃；水的含量为92-99.9重量％；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为10-30重量份)从塔顶喷淋，急冷塔塔底料液(其中苯胺的含量为96-99.9重量％)经循环泵进入固液分离器1，分离出催化剂颗粒后，采出物料去苯胺精制单元，剩余部分作为循环物料(采出物料占循环物料的3-25重量％)返回急冷塔2顶部做喷淋液。急冷塔塔顶气相(其中苯胺含量不超过20重量％)进入冷凝器3，冷凝器3顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，下层得到粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到的含苯胺废水部分回用作为补充喷淋液；

所述固体颗粒喷射系统间歇操作(例如每10-72小时运行一次)，当对氢气换热器6进行疏通时，先将固体颗粒(粒径为0.1-5mm)从固体缓冲罐5的顶部加入，在载气的带动下通过喷射到氢气换热器6的顶部。

在一种优选的具体实施方式下，按照如图3所示的流程图进行含苯胺气体的处理，具体地：

将反应平衡混合气(温度为210-240℃，苯胺的含量为55-75重量％)送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6；氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为110-130℃)从底部进入急冷塔2(塔底温度为75-110℃，塔顶温度为69-100℃；两包含层喷淋器和一层捕沫器)，补充喷淋液分为重量比为0.1-10的补充喷淋液I和补充喷淋液II(温度为30-50℃；水的含量为92-99重量％；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的总用量为5-25重量份)分别从塔顶和塔中部进入急冷塔2，急冷塔塔底料液(其中苯胺的含量为96-99.9重量％)经循环泵进入固液分离器1，分离出催化剂颗粒后，得到的清液部分作为采出物料去苯胺精制单元，其余部分作为循环物料(采出物料占循环物料的3-25重量％)返回急冷塔2的顶部做喷淋液。急冷塔塔顶气相(其中苯胺含量不超过20重量％)进入冷凝器3，冷凝器3的顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到的含苯胺废水部分回用作为补充喷淋液。

所述氢气换热器6设置有压差传感器，载气管道和固体缓冲罐5的管道分别装有联锁气动阀；当氢气换热器6的压差超过设定值(设定值为1-30kPa)，信号通过传感器传输到气动阀，阀门开启，固体颗粒(粒径为0.1-5mm)从顶部加入到固体缓冲罐5，在载气的带动下喷射到氢气换热器6的顶部，当压差低于设定值时，联锁气动阀阀门联动关闭。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。

以下实施例中，氧化铝、二氧化硅和硅酸锆均为市售品；

苯胺的液化回收率＝(1－塔顶气相中苯胺重量/反应平衡混合气中的苯胺重量)×100％

实施例1

按照图1所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)直接从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为4％，温度为20℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)作为补充喷淋液，从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出得到采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的5重量％)；采出物料进入分离精度为10μm的固液分离器1(过滤器)，分离出催化剂颗粒后，得到的清液(苯胺含量为99.0重量％，水含量为1.0重量％)去苯胺精制单元，循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，塔底温度为113℃，塔顶温度为97℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为36.4重量％，水的含量为53.4重量％，氢气的含量为10重量％，氮气的含量为0.2重量％)进入两级串联的冷凝器3，冷凝器3顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层物料为含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液，其余做废水采出处理。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率约为50％。装置运行过程中无堵塞现象。

对比例1-1

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)直接进入氢气换热器，氢气换热器出口的低温反应气(温度为120℃)从底部进入急冷塔，以苯胺含量为96.5重量％，温度为20℃的粗苯胺作为补充喷淋液从塔顶喷淋，相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述粗苯胺的用量为20重量份；

达到平衡后，急冷塔塔底温度为116℃，塔顶温度为113℃。急冷塔塔顶气相中苯胺含量为63.4重量％，水的含量为27.7重量％，氢气的含量为8.9重量％。

结果显示：反应平衡混合气在急冷塔内苯胺的液化回收率仅为9％，采用粗苯胺作为喷淋液(用量为反应平衡混合气的20重量％时)，达不到喷淋冷凝同时洗涤固体颗粒的效果。

对比例1-2

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)直接进入氢气换热器，氢气换热器出口的低温反应气(温度为120℃)从底部进入急冷塔底部送入，补充喷淋液(苯胺含量为96.5％，温度为30℃的粗苯胺；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为135重量份)从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵进入分离精度为10μm的固液分离器(过滤器)，分离出催化剂颗粒后，清液按20重量％的比例采出粗苯胺物料去精制系统(苯胺98.7重量％，水1.3重量％)，其余80重量％物料返回急冷塔顶部做喷淋物料。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为104℃，塔顶温度为96℃；急冷塔顶的气相(苯胺含量为43重量％，水的含量为43.9重量％，氢气的含量为13.1重量％)进入两级串联的冷凝器，冷凝到30℃后的液相物料去油水分离器，分离出的下层为粗苯胺去精制系统，上层物料为含苯胺废水；冷凝器顶部不凝气去氢气回收系统。

结果显示：装置运行30天后，氢气换热器和冷凝器的压差均明显增高，表明氢气换热器和冷凝器内均出现催化剂颗粒的堵塞问题。

通过实施例1与对比例1-1的比较可知，采用油水分离器得到的含苯胺废水作为补充喷淋液，实现了以较小的用量(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)即可达到对反应平衡混合气实现冷凝的同时，也达到了用液相洗涤气体和捕集催化剂颗粒的作用；对比例1-1中采用同等重量的粗苯胺作为补充喷淋液，反应平衡混合气在急冷塔内的液化回收率仅为11％，远远达不到对反应平衡混合气进行冷凝，洗涤反应平衡混合气的作用。

通过实施例1与对比例1-2的比较可知，尽管用较大量的粗苯胺(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为135重量份)作为补充喷淋液，可以提高反应平衡混合气在急冷塔内苯胺的液化回收率，但氢气换热器的列管内仍会堵塞。

实施例2

按照图1所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)直接从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为4％，温度为30℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为30重量份)作为补充喷淋液，从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出得到采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的10重量％)；采出物料进入分离精度为10μm的固液分离器1(过滤器)，分离出催化剂颗粒后，得到的清液(苯胺含量为97.3重量％，水含量为2.7重量％)去苯胺精制单元，循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为93℃，塔顶温度为74℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为14.8重量％，水的含量为73.3重量％，氢气的含量为11.7重量％，氮气的含量为0.2重量％)进入两级串联的冷凝器3，冷凝器3顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层物料为含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液，其余做废水采出处理。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率约为80％。装置运行过程中无堵塞现象。

通过实施例2与实施例1的比较可知，实施例2中的补充喷淋液用量更高(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为30重量份)，反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率更高；装置运行稳定。

实施例3

按照图2所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)先送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6进行换热；固体颗粒喷射系统中的固体颗粒(氧化铝，粒径为2mm)从固体缓冲罐5的顶部加入，在载气(氮气)的带动下喷射到氢气换热器6的顶部。固体颗粒喷射系统为间歇操作，每24h运行一次。

氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为115℃)从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为4％，温度为30℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)作为补充喷淋液，从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出后进入分离精度为20μm的固液分离器1经固液分离脱除催化剂颗粒后，得到清液(苯胺含量为95.5重量％，水含量为4.5重量％)，所述清液分为采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的10重量％)；所述采出物料送去苯胺精制单元，所述循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为80℃，塔顶温度为73℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为14.3重量％，水的含量为71.2重量％，氢气的含量为14.3重量％，氮气的含量为0.2重量％)进入两级串联的冷凝器3，冷凝到30℃后的顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率为85％。装置运行过程中，氢气换热器压差变化不超过10kPa，表明氢气换热器无堵塞现象。

对比例2-2

按照与对比例1-2相同的方法，不同的是，所述固液分离器的分离精度为20μm。

结果显示：装置运行15天后，氢气换热器和冷凝器的压差均明显增高，表明氢气换热器和冷凝器内均出现催化剂颗粒的堵塞问题。

通过实施例3与对比例1-1的比较可知，采用油水分离器得到的含苯胺废水作为补充喷淋液，实现了以较小的用量(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)即可达到对反应平衡混合气实现冷凝的同时，也达到了用液相洗涤气体和捕集催化剂颗粒的作用；对比例1-1中采用同等重量的粗苯胺作为补充喷淋液，反应平衡混合气在急冷塔内的液化回收率仅为11％，远远达不到对反应平衡混合气进行冷凝，洗涤反应平衡混合气的作用。

通过实施例3与对比例2-2的比较可知，对比例2-2尽管用较大量的粗苯胺(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为135重量份)作为补充喷淋液，可以提高反应平衡混合气在急冷塔内苯胺的液化回收率，但是没有固体颗粒喷射系统，催化剂颗粒难以靠固液分离器彻底清除，列管换热器内仍会堵塞，装置无法长期稳定运行。

通过实施例3与实施例1的比较可知，虽然实施例3的固液分离器的分离精度增大到20μm，但是由于有固体颗粒喷射系统，因此装置依然可以长期稳定运行。

实施例4

按照图2所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为210℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)先送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6进行换热；固体颗粒喷射系统中的固体颗粒(二氧化硅，粒径为2mm)从固体缓冲罐5的顶部加入，在载气(氮气)的带动下喷射到氢气换热器6的顶部。固体颗粒喷射系统为间歇操作，每30h运行一次。

氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为120℃)从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为3.6％，温度为35℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为10重量份)作为补充喷淋液，从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出后进入分离精度为20μm的固液分离器1经固液分离脱除催化剂颗粒后，得到清液(苯胺含量为98.7重量％，水含量为1.3重量％)，所述清液分为采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的5.5重量％)；所述采出物料送去苯胺精制单元，所述循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为106.5℃，塔顶温度为96.4℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为41.4重量％，水的含量为47.1重量％，氢气的含量为11.3重量％，氮气的含量为0.2重量％)进入两级串联的冷凝器3，冷凝到35℃后的顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率为53％。装置运行过程中，氢气换热器压差变化不超过10kPa，表明氢气换热器和冷凝器无堵塞现象，装置运行稳定。

实施例5

按照图2所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)先送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6进行换热；固体颗粒喷射系统中的固体颗粒(硅酸锆，粒径为1.5mm)从固体缓冲罐5的顶部加入，在载气(氢气)的带动下喷射到氢气换热器6的顶部。固体颗粒喷射系统为间歇操作，每24h运行一次。

氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为130℃)从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为3.6％，温度为40℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量约为25重量份)作为补充喷淋液，从塔顶喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出后进入分离精度为20μm的固液分离器1经固液分离脱除催化剂颗粒后，得到清液(苯胺含量为93.5重量％，水含量为6.5重量％)，所述清液分为采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的20.5重量％)；所述采出物料送去苯胺精制单元，所述循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为76℃，塔顶温度为69℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为10.1重量％，水的含量为75.5重量％，氢气的含量为14.4重量％)进入冷凝器3，冷凝器3顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率为90％。装置运行过程中，氢气换热器压差变化不超过10kPa，表明氢气换热器和冷凝器无堵塞现象。

通过实施例5与实施例3比较可知，实施例5中的补充喷淋液用量更高(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为25重量份)，反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率变高；装置运行稳定。

实施例6

按照图3所示的流程图，采用本发明提供的方法进行含苯胺气体的处理，具体步骤如下：

将反应平衡混合气(温度为220℃，苯胺的含量66重量％，水的含量为25.6重量％，氢气的含量8.4重量％，催化剂颗粒含量为2600ppm)先送入含有固体颗粒喷射系统的氢气换热器6进行换热；固体颗粒喷射系统中的固体颗粒(氧化铝，粒径为2mm)从固体缓冲罐5的顶部加入，在载气(氮气)的带动下喷射到氢气换热器6的顶部。固体颗粒喷射系统中氢气换热器6设置有压差传感器，载气管道和固体缓冲罐5管道装有联锁气动阀；氢气换热器6的压差设定值为5kPa。当氢气换热器6的压差达到设定值或者达到设定时间时，则固体颗粒喷射系统自动运行。

氢气换热器6出口得到的带有固体颗粒的低温反应气(温度为115℃)从急冷塔2底部送入，以含苯胺废水(苯胺含量为4％，温度为30℃；相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)作为补充喷淋液，从塔顶和塔中部以重量比为1：1的比例，分别进行喷淋；

急冷塔塔底料液经循环泵引出后进入分离精度为20μm的固液分离器1经固液分离脱除催化剂颗粒后，得到清液(苯胺含量为95.6重量％，水含量为4.4重量％)，所述清液分为采出物料和循环物料(采出物料占循环物料的10重量％)；所述采出物料送去苯胺精制单元，所述循环物料返回急冷塔2作为喷淋液。

达到平衡后，急冷塔塔底温度为80℃，塔顶温度为73℃；急冷塔塔顶气相(苯胺含量为14重量％，水的含量为71.6重量％，氢气的含量为14.2重量％，氮气的含量为0.2重量％)进入两级串联的冷凝器3，冷凝到30℃后的顶部的不凝气去氢气回收系统，冷凝液去油水分离器4，进行油水分离后下层得到的粗苯胺去苯胺精制单元，上层得到含苯胺废水，部分回用作为补充喷淋液。

结果显示：反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率为88％。装置运行1个月过程中，氢气换热器压差变化不超过5kPa，表明氢气换热器和冷凝器无堵塞现象。

通过实施例6与对比例1-1的比较可知，采用油水分离器得到的含苯胺废水作为补充喷淋液，实现了以较小的用量(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)即可达到对反应平衡混合气实现冷凝的同时，也达到了用液相洗涤气体和捕集催化剂颗粒的作用；对比例1-1中采用同等重量的粗苯胺作为补充喷淋液，反应平衡混合气在急冷塔内的液化回收率仅为11％，远远达不到对反应平衡混合气进行冷凝，洗涤反应平衡混合气的作用。

通过实施例6与对比例2-2的比较可知，对比例2-2尽管用较大量的粗苯胺(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为135重量份)作为补充喷淋液，可以提高反应平衡混合气在急冷塔内苯胺的液化回收率，但是没有固体颗粒喷射系统，催化剂颗粒难以靠固液分离器彻底清除，列管换热器内仍会堵塞，装置无法长期稳定运行。

通过实施例6与实施例3比较可知，实施例6中的补充喷淋液从塔顶和塔中部两处进行喷淋，在与实施例3一样用量(相对于100重量份的所述反应平衡混合气，所述补充喷淋液的用量为20重量份)的情况下，反应气体在急冷塔内苯胺的液化回收率更高，效果显著；且固体颗粒喷射系统根据压差设定值自动运行，进一步提高了装置运行稳定性，且更有利于节能降耗。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。