己内酰胺基本工艺简述.doc

本项目是以苯为原料10万吨/年己内酰胺大型化工生产装置，包括重要装置有环己酮、环己酮肟化、己内酰胺精制、硫铵装置、双氧水制备装置等，与10万吨/年己内酰胺工程相匹配各装置生产能力及规模如表2-1所示。表2-1 重要生产装置生产能力及规模表 序号装置名称产品名称产品名称单线能力装置总能力1双氧水装置27.5%双氧水1300001300002环己酮肟化装置环己酮肟1022001022003己内酰胺装置液态己内酰胺1000001000004己内酰胺罐区及装卸站液态己内酰胺44000440005己内酰胺造粒装置固态己内酰胺28000560006废液浓缩装置废水60000600007硫铵装置硫铵1600001600002.1.2生产工艺流程u 环己酮肟化装置（1）生产装置阐明 依照业主提供有关资料，本项目己内酰胺装置采用氨肟化工艺，氨肟化工艺是近几年开发出来一种环己酮肟生产新工艺，它采用双氧水、液氨、环己酮为原料，一步反映直接生成环己酮肟，在发烟硫酸作用下生产己内酰胺。因而生产流程短，控制简便，设备、管线材质规定普通，三废排放量少，当前国内已有10万吨/年装置在生产。拟建项目采用意大利安尼公司开发氨肟化工艺技术。环己酮、双氧水、气氨、叔丁醇加入到釜式反映器中（1开1备），在温度85，压力0.4Mpa，在催化剂（重要成分为Ti）作用下，同步进行双氧水与氨反映合成羟胺和羟胺与环己酮肟化反映，生成环己酮肟，经分离催化剂、溶剂萃取和环己酮肟蒸馏得到产品环己酮肟。其工艺过程涉及肟化反映、溶剂回收、双级萃取、洗涤、萃取剂回收净化、肟/酮蒸馏、尾气解决、污水预解决等工序。氨肟化装置生产出符合质量原则环己酮肟所有用于生产己内酰胺。（2） 工艺流程简述1、反映工段精环己酮、双氧水及液氨等物料自装置外送到氨肟化反映器。环己酮过滤后，通过一种环形分布器切线送入反映器。过氧化氢溶液（双氧水）从存储区出来后，一方面通过过滤，然后通过一种在适当紊流环形（喇叭口形）分布器输送到反映器。液氨通过过滤，送入反映器底部内盘管，并在此蒸发，除去某些反映热，然后通过一种分布器送入反映器底部。非持续新鲜（补充）溶剂（叔丁醇），与溶剂蒸馏塔顶出来循环回流溶剂，一并送入反映器。在氨肟化反映器中，经钛催化剂作用，各物料发生肟化反映，环己酮转化率不不大于99.5%。其反映原理如下： 主反映式：副反映式：4H2O2 + 2NH3 N2O + 7H2O 3H2O2 + 2NH3 N2 + 6H2O 2H2O2 O2 + 2H2O 在氨肟化反映器顶部充入氮气稀释，避免形成爆炸气体混合物。反映器产气愤相具有NH3、叔丁醇、水、N2O、O2及N2等组分，通过循环水冷凝器冷凝和脱盐水吸取塔吸取，所有回收其中NH3和叔丁醇。脱盐水吸取塔顶部排出尾气（G1）具有水、N2O、O2及N2等组分，进入尾气反映器进行催化解决。尾气反映器装有催化剂（该催化剂是一种铑（0.5%）Al2O3球形催化剂，可稳定使用8000小时以上）绝热固定床反映器，N2O分解率至少达到99.9%，解决后尾气在用尾气吸取塔解决（采用活性炭吸附解决），解决后尾气（G1）排空。2、反映溶剂蒸馏工段含肟反映液送到溶剂（叔丁醇）回收塔，回收叔丁醇从该塔顶抽出，然后送回肟化反映器。塔底肟和水则送到一种两级萃取系统，用恰当萃取溶剂进行萃取。3、双级萃取系统用适量甲苯作萃取剂，通过一种双级系统萃取肟。通过第一级萃取（萃取罐），水溶液中残存肟降至2%左右（重量比例）。通过第二级萃取（水萃取塔），水溶液中残存肟可以减少到约100ppmw（重量比例）。从第二级萃取段，萃取塔顶物流含萃取溶剂，其中含少量肟，然后回流至第一萃取段；塔底部物流（重要具有水、萃取溶剂和少量肟）送该工段洗涤塔，将分离水中萃取溶剂，水从塔底流出送入污水汽提装置，经汽提塔汽提后送入污水解决站。4、废水汽提工段废水汽提系统由废水汽提塔、废水汽提塔进料加热器、废水冷却器和废水泵构成。由水萃取罐来水是具有微量有机物水，经废水槽送入本系统废水汽提塔后，经低压蒸汽（直接蒸汽）加热废水汽提塔进料加热器以汽提回收水中微量有机物甲苯、叔丁醇等循环回萃取系统回收，汽提后废水（W1）经废水泵去废水冷却器冷却后送往污水解决站进行生化解决。废水汽提工段工艺流程及产污环节见图3.3-2。第一萃取工段甲苯、叔丁醇等回收水洗段废水W1污水解决站废水冷却器废水汽提塔双级萃取系统废水进料加热器图2.1 废水汽提生产工艺流程及产污环节示意图5、洗涤工段从分离器流出萃取溶剂和肟液流，被送到洗涤工段经水洗后，由洗涤分离器分离有机相和水相，有机相重要是肟、萃取溶剂和环己酮，送第二聚结器再次分离，粗甲苯肟溶剂被送到“蒸馏净化系统”，含少量肟水相送废水汽提装置解决。6、溶剂（甲苯）蒸馏净化系统洗涤产生有机相粗甲苯肟，进入第一精馏塔，一方面分离出萃取溶剂甲苯及反映副产品，从塔顶部抽出进入脱肟塔脱肟，粗甲苯溶剂从塔顶抽出进入脱酮塔从塔底脱除醇酮后从塔顶进入甲苯罐后，用泵抽出用于第一萃取段溶剂。脱肟塔塔底液和第一精馏塔具有肟及少量水和少量环己酮，进入环己酮肟蒸馏工段。7、环己酮肟蒸馏工段从萃取蒸馏净化系统来粗品肟，进入第二精馏塔精馏，塔顶物流通过进一步冷却和分离解决，去除其中水后，有机相富含环己酮，其中有少量肟，该有机相回收至反映工段。从塔底得到纯肟。（3）废水污染源汇总与分析u 氨肟化装置废水重要是废水汽提塔废水（W1），产生量为62m3/h；该装置抽真空系统采用蒸汽喷射泵，重要是精馏抽真空，无抽真空废水排放。u 己内酰胺制备装置（1）工艺流程简述拟建项目采用国内开发重排加中和技术，多级精制工艺路线制取高品质己内酰胺。环己酮肟按设定流量加入串联多级重排反映器中，发烟硫酸加入第一反映器，在温度120，常压下进行重排反映，具有过量烟酸重排液送硫铵回收工序。粗己内酰胺溶液通过两级萃取、离子互换、加氢、蒸发、蒸馏得到液态己内酰胺产品。液态己内酰胺通过造粒得到固态己内酰胺产品，通过计量、包装后作为产品外销。己内酰胺重排精制工艺涉及环己酮肟重排、己内酰胺萃取、离子互换、加氢、蒸发与精馏及杂质萃取等工段。1、环己酮肟重排发烟硫酸与环己酮肟按一定比例分别加入重排罐进行重排反映，重排罐下部物料经重排循环泵抽出，送入重排冷却器与管侧冷却水换热，移去反映热，保持重排罐内反映温度维持在115左右。重排罐上部物料自流入重排液缓冲罐，重排液经粗己内酰胺泵抽出送入硫铵装置中和结晶反映器去生成硫铵。经滗析器分离，己内酰胺水溶液用泵送至粗己内酰胺水溶液缓冲罐内，再经己内酰胺泵送入己内酰胺萃取塔进行萃取。环己酮肟在强酸即发烟硫酸存在下，重排生成己内酰胺，其反映原理如下： 反映分两步进行：第一步：环己酮肟与烟酸反映生成环己酮肟硫酸脂：第二步：环己酮肟硫酸脂在烟酸作用下发生贝克曼重排反映，生成己内酰胺： 在反映条件控制不好状况下，将发生Neber重排反映；如混合不均，使物料局部显碱性，环己酮肟磺脂转化成连氮化合物。 2、己内酰胺萃取与反萃（1）己内酰胺萃取粗己内酰胺水溶液从顶部进入己内酰胺萃取塔，萃取溶剂从苯贮槽用溶剂泵抽出送入萃取塔底部，运用己内酰胺水相与油相溶解度差别进行逆流萃取。为使粗己内酰胺得到较好萃取，己内酰胺萃取塔设立为特殊构造“转盘塔”，借助于装在塔中垂直轴上旋转圆盘转动，使己内酰胺分散，以获得萃取所规定细小液滴。把浓度约为70%己内酰胺水溶液从水相萃取至油相，形成浓度约为20%wt苯己溶液，由塔顶自流进入苯己内酰胺泵槽，通过苯己出料泵打入苯己贮槽。具有不溶于苯杂质残液（水相），从己内酰胺萃取塔底分离出来，送入冷凝液汽提塔中，冷凝液汽提塔底部再沸器中通入蒸汽，通过加热方式，使残存在残液少量溶剂和水分离出来，进入苯汽提塔，塔底废液进入废液浓缩塔。冷凝液汽提塔底残液（S5）由冷凝液汽提塔出料泵送入废液浓缩装置。（2）己内酰胺反萃取把己内酰胺从苯己溶液中反萃取到工艺冷凝水（脱盐水）中，可使己内酰胺与油溶性杂质分离。苯己贮罐低层含硫铵水溶液，用釜液泵抽出除去溶剂后送硫铵装置回收硫铵。分离硫铵后苯己溶液仍具有少量水，经反萃取塔进料泵抽出，通过聚结器后进入脉冲式反萃塔底部。来自蒸发系统工艺冷凝水加入到反萃塔顶，两相逆流接触，己内酰胺被反萃到工艺冷凝水中。为了获得所需规格苯己液滴，反萃塔采用特殊脉冲构造使液滴分散并进行萃取。反萃塔在40左右下进行，苯己溶液为分散相，工艺冷凝液（脱盐水）为持续相。从工艺冷凝水缓冲罐来工艺冷凝水在进入反萃取塔前，先通过冷却器却至40左右。反萃取塔顶苯与水己溶液界面靠排出塔底己水溶液量进行调节。含油溶性杂质有机苯溶液从反萃取塔塔顶流入苯泵槽，然后用苯出料泵送回苯贮罐。苯己溶液中己内酰胺被萃取到工艺冷凝液后以己水溶液形式从反萃取塔底排出，这时己内酰胺溶液浓度约为30%Wt，排至苯汽提塔继续去除己水溶液中微量苯。苯相送入粗苯贮罐。（3）苯汽提含微量苯己内酰胺水溶液通过苯汽提塔换热器后温度加热到93送入苯汽提塔，经汽提可达到去除己水溶液中微量苯目。在塔底加热器作用下，苯汽提塔顶操作条件为温度96，塔底为103。汽化微量苯从苯汽提塔顶排出，含苯水蒸汽经冷凝液汽提塔进料预热器和冷凝液汽提塔后冷凝器冷凝，并在冷凝液汽提塔冷却器中冷却，冷凝液自流进入苯水分离器，分离出苯流入苯泵槽并循环到苯贮罐。苯水分离器底部水相排入冷凝液汽提塔汽提，汽提出塔顶含少量苯水蒸气回流至苯汽提塔。苯汽提塔底己内酰胺水溶液通过液位调节阀控制经泵送至苯汽提塔换热器冷却至约53后，进入离子互换系统己-水溶液缓冲罐。（4）苯精制通过上述环节后，用于萃取己内酰胺苯与用于杂质萃取苯溶剂均具有某些油溶性杂质，为了避免溶剂中杂质含量过高，溶剂须通过蒸馏办法进行持续净化。从反萃取塔、杂质萃取塔及溶剂水分离罐来苯自流入苯泵槽，经苯出料泵-2输送至苯贮槽，在苯贮槽分出水送至苯水分离罐。苯贮槽上层苯溶剂，用苯泵送入苯蒸馏塔，精制后干净苯溶剂，通过苯蒸馏进料加热器、苯蒸馏冷却器，流入苯泵槽，用苯出料泵送至己内酰胺萃取塔己内酰胺萃取。在苯蒸馏塔中，经加热器加热蒸发，塔顶得到所需要清洁苯溶剂，塔釜留下肟、己内酰胺、环己酮及缩合产物等重组分化合物，通过测定塔底部温度，检查苯受污染限度。如果塔底温度太高，表白苯受污染危险性增大，此时须用残液泵将苯蒸馏残液（S6）直接送入废液焚烧炉。3、离子互换萃取工序中苯汽提塔来己内酰胺水溶液，一方面经离子互换进料泵输送至离子互换进料冷却器，冷却至45左右后进入离子互换塔中。使用离子互换塔目是为了保证己内酰胺产品质量。阴离子和阳离子互换吸附树脂，重要去除残存于己内酰胺水溶液中NH4+、SO42-等微量离子及己水溶液中某些有机杂质，对己内酰胺水溶液进行提纯。为保证装置正常运营，设有两套离子互换吸附设备。其中一套运营时，另一套处在再生或备用状态。己内酰胺水溶液送入装有阴离子互换树脂离子互换器，溶液自上而下流经后，再流入装有阳离子互换树脂离子互换器中，液体是自上而下流过该塔，然后进入另一种阴离子互换树脂离子互换器。流经三个离子互换器后，己内酰胺通过滤器送入高位槽，再送至加氢工序。经运营一定期间后，阴、阳离子互换树脂废弃，形成固废（S2、S3）。设立过滤器目是过滤残留在己内酰胺溶液中极细树脂颗粒，高位槽安装位置应使得离子互换系统静压任何时候都比再生液进料压力高，这样可防止再生液进入己内酰胺溶液中。离子互换器再生液收集在再生废水收集槽中，某些用废水泵送出界区，再生废水（W2）经用碳酸钠中和后，用废水泵送到装置废水解决系统，进行集中解决。4、己内酰胺水溶液加氢己内酰胺加氢精制是在搅拌釜和磁稳定床中接力完毕。离子互换后己水溶液经进料预热器和加热器加热至90后，与催化剂配备槽送出浓度为0.8%（wt）催化剂混合后进入搅拌加氢反映釜中。氢气由气体分布器均匀加入搅拌反映釜中，在搅拌和催化剂作用下，加氢反映在温度90、压力0.7MPaG条件下进行。该工序产生固体废物（S4）为废催化剂。5、蒸发与精馏从加氢系统出来己-水溶液通过两道蒸发操作，浓度可达99.9%。蒸发：第一级蒸发系统由三效蒸发塔构成。浓度为30%己-水溶液送入一效蒸发塔浓缩至约为38%wt。二效蒸发塔水-己溶液浓缩到大概53%wt。三效蒸发塔浓缩至90%。为了改进蒸发水质量，三个蒸发塔都设有回流，回流来自冷凝缓冲罐冷凝液，冷凝液缓冲罐中某些冷凝液也用作苯-己溶液反萃塔萃取剂。三效蒸发出来工艺冷凝水进入工艺冷凝水贮槽，供水反萃取塔和硫铵装置回用。预蒸馏：三效蒸发后己内酰胺水溶液送入闪蒸罐蒸发器，受热后己水溶液在闪蒸罐内闪蒸，闪蒸后气体返回三效蒸发塔底，闪蒸罐底部物流经预蒸馏塔进料泵送入预蒸馏塔，在高真空下，水分迅速蒸发，使预蒸馏塔塔釜己内酰胺溶液浓度升至99.9%，塔顶含低沸点杂质经蒸汽喷射泵抽吸后送入杂质萃取塔回收有效成分。己内酰胺精馏：来自预蒸馏塔己内酰胺液体贮存在己内酰胺缓冲罐中，由己内酰胺精馏进料泵送入主精馏系统，主精馏系统由己内酰胺蒸馏塔蒸发器和己内酰胺精馏分离器及己内酰胺精馏冷凝器构成，其操作压力为约0.5KPa.A。己内酰胺精馏塔蒸发器进料液约70%于118左右温度下蒸发，精馏塔顶部气体物料为己内酰胺气相，经己内酰胺精馏塔冷凝器中用热水冷凝，然后排入精己内酰胺泵槽，再用己内酰胺贮槽进料泵将其送入成品槽，由己内酰胺输送泵作为产品送往己内酰胺造粒装置。己内酰胺精馏分离器下部溶液从分离器底部送入粗残液精馏蒸发器。如己内酰胺精馏塔分离器中同样，约有进料液70%己内酰胺进料在粗残液精馏蒸发器中蒸发。顶部产物在粗残液精馏冷凝器中冷凝后，流入己内酰胺缓冲罐。粗残液精馏分离器底部产物送入残液精馏蒸发器。大概70%残液在这里蒸发，顶部产物在残液精馏冷凝器中冷凝后，也流入己内酰胺缓冲罐。残液蒸馏分离器底部产物排入己内酰胺残液槽，己内酰胺残液送入硫酸铵中和。三个己内酰胺精馏塔都为真空操作，其真空环境由己内酰胺精馏塔真空系统维持。6、造粒工序从精馏塔塔顶蒸出纯己内酰胺经冷凝后进入成品槽，由泵送造粒装置。在造粒装置中，纯己内酰胺以液相进入造粒喷嘴，己内酰胺物料经物料泵加压进入喷嘴过程中，采用低温冷冻水进行降温冷却，由液态己内酰胺变为固态己内酰胺，形成颗粒，由物料传播带送入包装车间后包装入库。7、废液浓缩工序来自萃取工段冷凝液汽提塔底苯萃残液送来后进入苯残液罐，苯萃残液进入废液浓缩装置进行浓缩解决。残液先经原料进料泵送至2#蒸发器加热器，加热后通过2#分离器分离，气相经冷凝、冷却后自流至1#废水罐；液相通过1#蒸发进料泵送至1#蒸发器加热器加热后，经1#分离器分离，气相进入2#蒸发器加热器，为2#蒸发器加热器提供热源，冷凝后废水也自流至2#废水罐，1#分离器底部液相即浓缩后残液重要成分为(NH4)2SO4和含苯等有机物，该浓缩残液和苯蒸残液一起进入废液焚烧装置焚烧解决。两效蒸发冷凝产生废水（W3）均经泵输送至废水冷却器，冷却后进入污水解决系统。（2）废水污染源汇总与分析己内酰胺生产装置重要废水源为废液浓缩装置冷凝废水（W3）、离交废水（W4）；该装置共有5套抽真空系统，其中4套蒸汽喷射泵抽真空和1套水环式真空泵，产生抽真空废水仅有水环式抽真空系统，重要是水环式抽真空系统水封槽偶尔溢流出来少量清水，正常状况下有抽真空循环水调节箱，正常生产状况下可保证不排水。u 硫酸铵回收装置（1）工艺流程简述拟建工程硫酸铵回收装置采用新中和结晶技术，充分运用硫酸与氨反映产生反映热，将硫铵溶液浓缩成硫铵晶液，硫铵晶液经稠厚、离心分离、热风干燥和包装制得成品硫铵。硫酸铵回收装置生产过程由中和结晶、滗析、稠厚及离心、干燥、包装工序构成。硫酸铵回收工艺化学反映方程式如下：H2SO4+2NH4OH （NH4）2SO4+H2O1、中和工序重排反映液中和反映是在结晶反映器中进行。界区外送来气氨与工艺水经静态混合器充分混合后，与从己内酰胺装置来重排反映液分别通过结晶器内环状分布器上4个喷嘴进入导流筒。在导流筒内，氨与重排反映液中硫酸发生中和反映，生成硫铵并产生晶核。经安装在结晶器底部搅拌器搅拌作用下，硫铵溶液被迅速“提高”至升液管上部，当上升溶液到达液体自由表面时，水份开始蒸发。由于结晶器为真空操作，整个系统温度保持在65。由于结晶器底部搅拌器抽吸作用，过饱和硫铵溶液在导流筒外部向下流动。在此区域，晶体得到良好增长。在导流筒外侧较低区域，由于结晶器形状变化，流动速率减少，一某些悬浮液通过搅拌器作用返回升液管，另一某些向上流动至折流区，在此硫铵从母液中分离出来，漂浮在母液上部成为有机层，这某些有机层与一定量母液一起抽出，送至滗析器作进一步解决。包括细小晶体母液由结晶器底部侧面结晶器循环泵抽出，在循环泵入口管线上，循环浆液与一某些工艺冷凝水混合，这某些工艺冷凝水加入，可以溶解细晶并平衡反映热对水份蒸发影响。2、滗析工序从结晶器抽出有机相中夹带一某些硫铵母液，这某些溶液在滗析器中实行物理分离。分离后己内酰胺有机相通过泵送回己内酰胺装置精制，而硫铵母液自流入硫铵母液循环罐，然后由泵送入稠厚器。3、稠厚及离心工序含2025硫铵晶体母液夹带有少量有机物，在结晶器底部由泵抽出送至稠厚器。在稠厚器上部，母液与所夹带有机物发生分层，上层有机相自流至滗析器进一步分离，下层母液和硫铵晶体进入稠厚器“淘洗筒”中。在此，通过母液逆流冲洗，细小晶体和洗涤液一起循环返回硫铵母液罐，大颗粒晶体沉降在设备底部，其固体含量可增至4550。在“淘洗筒”底部产生不具有机杂质-浓缩悬浮液，自流入离心机，通过离心机高速离心分离，分离后固体颗粒含水率在2如下，通过螺旋给料机送至干燥工序以除去残存水份，滤液某些(硫铵溶液)自流至母液循环罐，然后由泵送至结晶器重新结晶。4、干燥工序离心后硫铵晶体具有2水份，为避免硫铵结块，产品储存前必要通过干燥。干燥是在流化床空气干燥器中进行。通过流化床加热区域换热器加热，晶体中水份降至0.1(wt)；在干燥器冷却区域，晶体被冷却至60，冷却后成品硫铵，通过皮带输送机送至包装工序料仓；流化床干燥器产生废气（G3）进入旋风分离器进行除尘，收集下来硫酸铵粉尘送入成品包装车间；旋风除尘后废气进入水洗塔二次解决，洗气产生洗液回用到离心分离工序；经二次解决后干燥尾气（G3）经25m高排气筒排入大气。5、包装工序自干燥单元送来干燥硫铵经称重计量后由装袋机包装成50kg/袋成品硫铵外售。u 双氧水制备装置拟建项目己内酰胺生产装置原料之一双氧水，由配套建设辅助装置-双氧水制备装置供应，装置规模为13万t/a（27.5%H2O2）。（1）工艺流程简述双氧水制备工艺反映方程式如下：采用固定床钯触媒蒽醌法双氧水生产工艺。该工艺是以2-乙基蒽醌为反映载体，一方面将一定比例蒽醌、芳烃、磷酸三辛酯和脱盐水配备成一定浓度工作液，在固定床加氢反映器中，在温度4070、压力0.3Mpa下，加入氢气进行氢化反映，蒽醌还原成氢蒽醌；氢化液在氧化塔中与空气进行氧化反映，氢蒽醌被氧化成蒽醌和过氧化氢（即双氧水），通过萃获得到双氧水和工作液，工作液经干燥后返回氢化工序，双氧水经净化后配制成浓度为27.5%产品送氨肟化。1、氢化单元将外购精制溶剂重芳烃、蒽醌、三辛酯、脱盐水经计量后，送入工作液配制釜在加热条件下混合形成工作液，经脱盐水、10%双氧水、脱盐水依次洗涤后送入氢化塔；再生废水送入污水（W5）解决站。来自循环工作液泵工作液，经工作液过滤器过滤掉也许夹带氧化铝粉尘后，经液-液换热器与氢化液换热后，送至工作液预热器，预热到一定温度后，与氢化液循环泵送来循环氢化液混合，再与界区外送来通过氢气过滤器净化后定量氢气一起，送入氢化塔。气、液混合物经氢化塔气、液分布器均匀分布后向下流过氢化塔，氢化塔由三节固定床构成，两开一备，反映初期用中上节，反映中期切换用中下节，上节再生，反映后期切换用上下节，中节再生。下部出料或通过固定床外连接管再进入第二段或第三段固定床顶部，每段固定床顶部同样装有气、液分布器，以便使流经固定床气、液混合物均匀分布，控制氢化塔顶压力在0.153.0MPa（G），温度在4070条件下进行氢化反映。温度和压力控制要依照触媒活性和氢化限度规定由低到高逐渐提高。三段固定床使用，是依照氢化效率规定和触媒活性来拟定。普通是先在固定床第一、二段装填触媒，使用第一、二段固定床。在正常条件下，钯触媒经再生后仍不能达到规定期，封闭第一段，启用第二、三段固定床，同理当第二段固定床在正常条件下钯触媒经再生后仍不能达到规定期，封闭第二段，启用第一段与第三段串联使用，最后当钯触媒再生后已不能满足生产时，就要更换钯触媒。从固定床下部出来氢化液一某些去氢化白土床，以吸附某些降解物，为防止触媒粉尘、氧化铝粉尘带到氧化工序引起双氧水分解，由氢化白土床顶部出来氢化液与另一某些氢化液合并后，一同进入氢化液过滤器过滤，以除去也许夹带触媒粉尘、氧化铝粉尘及其他杂质。氢化液经液-液换热器与工作液换热，再经氢化液冷却器冷却至50左右后进入氢化液受槽，某些氢化液经氢化液循环泵送回至氢化塔入口与工作液混合后重新进入氢化塔。另一某些氢化液由氢化液泵送入氧化塔。氢化塔釜出来富余氢气经再生蒸汽冷凝器冷凝、冷凝液计量槽分离后，视氢化效率和杂质含量状况排放或由循环风机送回固定床。2、氧化单元氢化液氧化是在温度5055和压力0.25MPa(G)条件下，在氧化塔中进行。氧化在两节反映塔中进行，氢化液贮槽中氢化液，经氢化液泵与来自磷酸计量泵磷酸溶液在静态混合器中混合后进入氧化塔上塔底部，压缩空气被过滤后进入下节塔底部。在一定温度和压力下，在氧化塔上塔中氢化液与来自氧化塔下塔已参加过反映被分散成细小气泡空气并流反映，使乙基氢蒽醌和四氢乙基氢蒽醌与空气中氧反映成为相应乙基蒽醌和四氢乙基蒽醌，并生成双氧水。在氧化塔上塔顶部氧化工作液同空气分离后溢流入氧化液冷却器后再流入下塔，氧化工作液与来自下塔底部被分散成细小气泡新鲜空气在氧化下塔进一步氧化，直至氢蒽醌完全变为相应蒽醌。在氧化塔下塔顶部工作液经空气气液分离冷却后进入氧化液贮槽，由氧化液泵送至萃取塔；经空气气液分离后氧化尾气（G3）进入氧化尾气冷凝器。来自氧化塔氧化尾气进入氧化尾气冷凝器，在氧化尾气冷凝器中被循环水冷却，进入氧化尾气气液分离器A，分离出被冷凝下来芳烃后，进入氧化尾气换热器，在此与较低温度氧化尾气换热后，得到进一步冷却氧化尾气进入氧化尾气气液分离器B，分离冷凝芳烃后，由顶部排出进入膨胀制冷机组，经节流膨胀温度降至较低氧化尾气在氧化尾气气液分离器C中进一步分离冷凝芳烃。氧化尾气气液分离器C顶部排出低温尾气进入氧化尾气换热器，用于冷却来自氧化尾气气液分离器A较高温度氧化尾气。经冷量转移后由氧化尾气换热器排出氧化尾气进入碳纤维吸附装置，进一步吸附氧化尾气中夹带少量芳烃，通过吸附解决氧化尾气再次进入膨胀机组升压平衡段，吸取余压后氧化尾气（G3）达标排空。在氧化尾气气液分离器ABC分离回收芳烃排至氧化液贮槽。吸附浓缩在活性碳纤维上芳烃运用水蒸汽解吸。两个吸附箱自动切换。实现吸附和解吸持续操作。解吸后混合气体经冷凝器冷凝后进入分层槽，分层后得到芳烃液体回收运用，而分层后废水（W6）则排至污水解决系统。氧化塔底部排放残液定期排入洗涤接受系统，回收工作液，残液双氧水可作为等外品外卖或排至污水解决系统解决装置废水。3、萃取工序氧化液中双氧水萃取是在萃取塔中进行。萃取塔为筛板塔，塔内装有含少量磷酸去离子水，氧化液经氧化液泵送入萃取塔底部，计量后去离子水由软水泵送入萃取塔上部。萃取塔塔头界面控制通过进入塔头去离子水量来调节。氧化液通过萃取塔时被筛板分散成细小液滴，穿过持续水相逐渐升至塔顶，运用双氧水在水和氧化液中溶解度不同进行萃取。塔顶流出氧化液（普通含双氧水0.15g/l）称为萃余液，经萃余液分离器分离后进入后解决工序。去离子水与氧化液逆流接触，氧化液中双氧水被水萃取，浓度逐渐升高，称其为萃取液。萃取液由上向下流动，当浓度达到规定期，萃取液由塔底流出进入净化塔。水与氧化液流量之比称为萃取比，依照成品浓度规定，普通生产35%双氧水时控制在1653。去离子水进入配制槽后，加入磷酸作为稳定剂，其酸度控制在0.20.3g/l（以磷酸计），最后控制萃取液酸度0.30.5g/l（以磷酸计）。4、净化工序净化塔也为筛板塔，芳烃溶剂由芳烃高位槽进入净化塔下部并布满全塔。萃取液进入净化塔上部，在塔内经分散向下流动，运用其密度差通过溶剂柱，除去双氧水中有机杂质，净化后双氧水自净化塔底部流出，由双氧水出料泵送至双氧水贮罐。净化塔上部流出芳烃去工作液配制槽或去氧化液受槽回收使用。由于己内酰胺生产规定，双氧水在进入己内酰胺装置前需要进一步纯化解决，来自双氧水贮罐双氧水经纯化系统进一步脱除杂质达到己内酰胺生产规定后，送至氨肟化装置使用。5、工作液后解决自萃取塔塔顶流出萃余液进入萃余液分离器，除去夹带大某些水和双氧水后，进入干燥塔，进一步除去微量双氧水和水。干燥塔为筛板塔，其内装有密度为1.31.4g/cm3碳酸钾溶液，碳酸钾溶液来自碳酸钾泵，从塔中部进入塔内。萃余液从干燥塔下部进入塔内，被筛板分散后向塔顶漂浮，以除去萃余液中水份、中和酸及分解双氧水。除去水、双氧水后工作液进入碳酸钾分离器除去某些夹带碳酸钾溶液后，进入装有三氧化二铝后解决白土床底部，进一步吸附工作液中碳酸钾和再生蒽醌降解物，工作液自后解决白土床上部流出进入工作液受槽，由工作液泵经工作液过滤器送至氢化单元循环使用。从干燥塔底部排出密度1.2g/cm3碳酸钾溶液，经碳酸钾预热器预热后进入碳酸钾蒸发器进行蒸发，使其浓缩到密度为1.301.40g/cm3，从底部流出进入碳酸钾冷却器冷却后进入碳酸钾受槽，再用泵送回干燥塔继续使用，此过程持续进行。从碳酸钾蒸发器出来水蒸汽与从干燥塔排出碳酸钾溶液换热后，形成冷凝废水（W7）排入废水解决系统。u 废液焚烧装置本项目建设一套3t/h己内酰胺及硫胺废液焚烧装置，用于焚烧反映过程产生浓缩残液，工艺流程及产污点见下图：蒸汽生产装置18%氨水硫酸铵溶液一级脱硫塔脱盐水G4活性炭吸附塔除雾器二级脱硫塔急冷塔废热锅炉废液焚烧炉5%氨水空气废液排污W9硫酸铵工段图3.5-2 废液回收装置工艺流程及产污环节废液焚烧装置除余热锅炉排污水（属于清净下水）外，不产生其他废水。余热锅炉排污（W8）水量为0.01 m3/h，该某些水进入清净下水排水系统最后排放。 以上简介不涉及环己酮生产，环己酮工艺简介如下：一、基本原理1、苯加氢C6H6+3H2在Ni3Al2O3,0.7Mpa/130180条件下C6H12同步伴有副反映：C6H6+3H2C5H9-CH3（甲基环戊烷）2、环己烷氧化液态环己烷与空气在一定条件下发生氧化反映，该反映重要产物为环己基过氧化氢（CHHP）。总反映方程式为：C6H12+O2 C6H11OOH3、环己基过氧化氢分解氧化液与具有少量钴盐碱性水溶液充分混合接触，使环己基过氧化氢被碱水相萃取，在碱性条件下，由钴催化剂催化,定向分解生成环己酮和环己醇，在碱水相环己酮环己醇在第二步反萃中又被氧化液中环己烷萃取到油相中，反映方程式为：1）C6H11OOHC6H10O+H2O2）C6H11OOHC6H11OH+1/2O24、二次皂化环己烷氧化除产生环己醇和环己酮外，还产生许多其他副产物，如酯，醛和其他酮类（除环己酮外）。在二次皂化系统中，粗氧化产品用强碱性水溶液进行解决。酯分解成构成它们醇和酸，其他醛类和酮类副产物要通过缩合反映，产生二聚物和三聚物。这个操作是必要，由于酯对环己醇脱氢催化剂（CuZnO）有副作用，醛类和酮类副产物又难以用精馏办法从环己酮中分离出来。经化学反映后形成醛酮低聚物可用精馏分离出来，而酯已经发生了皂化反映。重要反映方程式：1）酯类皂化己二酸环己醇酯+2NaOH己二酸钠+2环己醇2）醛，酮缩合C5H11CHO+C6H10O C5H10CH=C6H9O三聚物5、精馏各种不同液体物质具备不同物理性质，在一定温度和压力下，有着不同饱和蒸汽压，从而体现出沸点不同和挥发度不同。饱和蒸汽压大液体，沸点低易挥发；饱和蒸汽压小液体，沸点高难挥发。精馏过程，就是运用物质这一特性，在特定设备-精馏塔中加热液体物质混合物,使上升蒸汽和回流液逆流接触，经多次重复某些汽化，某些冷凝，使混合物中各轻、重组份最后分离。本工艺中精馏需分离组份有环己烷、轻质油、环己酮、环己醇、X油等，共有7个导向浮阀塔，3个填料塔，1个导向浮阀与填料组合塔，依次把上述组份分离。6、环己醇脱氢环己醇在铜锌催化剂作用下，低压下发生脱氢反映，放出氢气。反映方程式：C6H11OH C6H10O+H2同步伴有副反映发生 C6H11OH C6H10+H2O C6H11OH C6H6OH+3H2环己酮污染物汇总：废水：来源02C0235塔底，数量8000kg/h，构成：COD9.6kg/h，H2O平衡。PH7.0。污染物：苯、环己酮、环己醇、皂化液等。初期污染雨水