己內(nèi)酰胺工藝簡述

1、本項目是以苯為原料的10萬噸/年己內(nèi)酰胺大型化工生產(chǎn)裝置，包含的主要 裝置有環(huán)己酮、環(huán)己酮肟化、己內(nèi)酰胺精制、硫銨裝置、雙氧水制備裝置等，與10萬噸/年己內(nèi)酰胺工程相匹配的各裝置生產(chǎn)能力及規(guī)模如表2-1所示。表2-1主要生產(chǎn)裝置生產(chǎn)能力及規(guī)模表序號裝置名稱產(chǎn)品名稱產(chǎn)品名稱單線能力裝置總能力1雙氧水裝置%雙氧水1300001300002環(huán)己酮肟化裝置環(huán)己酮肟1022001022003己內(nèi)酰胺裝置液態(tài)己內(nèi)酰胺1000001000004己內(nèi)酰胺罐區(qū)及裝卸站液態(tài)己內(nèi)酰胺44000440005己內(nèi)酰胺造粒裝置固態(tài)己內(nèi)酰胺28000560006廢液濃縮裝置廢水60000600007硫銨裝置硫銨160000

2、160000生產(chǎn)工藝流程環(huán)己酮肟化裝置（1）生產(chǎn)裝置說明根據(jù)業(yè)主提供相關(guān)資料，本項目己內(nèi)酰胺裝置采取氨肟化工藝， 氨肟化工藝環(huán)己酮是近幾年開發(fā)出來的一種環(huán)己酮肟生產(chǎn)的新工藝，它采用雙氧水、液氨、為原料，一步反應直接生成環(huán)己酮肟，在發(fā)煙硫酸的作用下生產(chǎn)己內(nèi)酰胺。 因此生產(chǎn)流程短，控制簡便，設備、管線材質(zhì)要求一般，三廢排放量少，目前國內(nèi)已有10萬噸/年裝置在生產(chǎn)。擬建項目采用意大利安尼公司開發(fā)的氨肟化工藝技術(shù)。環(huán)己酮、雙氧水、氣氨、叔丁醇加入到釜式反應器中（1開1備），在溫度85C,壓力，在催化劑（主要成分為Ti）作用下，同時進行雙氧水與氨反應合成羥胺和羥胺與環(huán)己酮的肟化反應，生成環(huán)己酮肟，經(jīng)分離

3、催化劑、溶劑萃取和環(huán)己酮肟的蒸餾得到產(chǎn)品環(huán)己酮肟。其工藝過程包括肟化反應、溶劑回收、雙級萃取、洗滌、萃取劑回收凈化、肟/酮蒸餾、尾氣處理、污水預處理等工序。氨肟化裝置生產(chǎn)出的符合質(zhì)量標準的環(huán)己酮肟全部用于生產(chǎn)己內(nèi)酰胺。（2）工藝流程簡述1、反應工段精環(huán)己酮、雙氧水及液氨等物料自裝置外送到氨肟化反應器。 環(huán)己酮過濾后, 通過一個環(huán)形分布器切線送入反應器。 過氧化氫溶液（雙氧水）從存儲區(qū)出來后, 首先經(jīng)過過濾，然后通過一個在合適紊流的環(huán)形（喇叭口形的）分布器輸送到反 應器。液氨經(jīng)過過濾，送入反應器底部的內(nèi)盤管，并在此蒸發(fā)，除去部分反應熱, 然后通過一個分布器送入反應器底部。非連續(xù)的新鮮（補充）溶劑

4、（叔丁醇） 與溶劑蒸餾塔頂出來的循環(huán)回流溶劑，一并送入反應器。在氨肟化反應器中，經(jīng)鈦催化劑的作用，各物料發(fā)生肟化反應， 環(huán)己酮的轉(zhuǎn) 化率大于%。其反應原理如下:主反應式:NHa+ H2O24H2O2 +2NH3f N2O-3H2O2+2NH3N2+2H2O2O2+ 2H2O副反應式:7H2O6H2O在氨肟化反應器頂部充入氮氣稀釋,避免形成爆炸氣體混合物。反應器產(chǎn)生氣相含有NH3、叔丁醇、水、N20、O2及N2等組分，經(jīng)過循環(huán)水冷凝器冷凝和 脫鹽水吸收塔吸收，全部回收其中的 NH3和叔丁醇。脫鹽水吸收塔頂部排出的 尾氣（G1）含有水、N20、02及N2等組分，進入尾氣反應器進行催化處理。尾 氣反

5、應器裝有催化劑（該催化劑是一種銠（%） / A03球形催化劑，可穩(wěn)定使用 8000小時以上）的絕熱固定床反應器，N2O分解率至少達到%，處理后的尾氣在 用尾氣吸收塔處理（采用活性炭吸附處理），處理后尾氣（G1）排空。2、反應溶劑蒸餾工段含肟反應液送到溶劑（叔丁醇）回收塔，回收的叔丁醇從該塔頂抽出，然后 送回肟化反應器。塔底肟和水則送到一個兩級萃取系統(tǒng)，用適當萃取溶劑進行萃 取。3、雙級萃取系統(tǒng)用適量甲苯作萃取劑，通過一個雙級系統(tǒng)萃取肟。通過第一級萃?。ㄝ腿」蓿?， 水溶液中的殘余肟降至2%左右（重量百分比）。通過第二級萃?。ㄋ腿∷?， 水溶液中的殘余肟可以降低到約 100ppmw （重量百分比

6、）。從第二級萃取段，萃取塔頂物流含萃取溶劑，其中含少量肟，然后回流至第萃取段；塔底部物流（主要含有水、萃取溶劑和少量肟）送該工段的洗滌塔, 將分離水中的萃取溶劑，水從塔底流出送入污水汽提裝置，經(jīng)汽提塔汽提后送入 污水處理站。4、廢水汽提工段廢水汽提系統(tǒng)由廢水汽提塔、廢水汽提塔進料加熱器、廢水冷卻器和廢水泵 組成。由水萃取罐來的水是含有微量有機物的水， 經(jīng)廢水槽送入本系統(tǒng)廢水汽提 塔后，經(jīng)低壓蒸汽（直接蒸汽）加熱廢水汽提塔進料加熱器以汽提回收水中的微量有機物甲苯、叔丁醇等循環(huán)回萃取系統(tǒng)回收，汽提后的廢水（W1 ）經(jīng)廢水泵 去廢水冷卻器冷卻后送往污水處理站進行生化處理。廢水汽提工段工藝流程及產(chǎn)污環(huán)

7、節(jié)見圖。甲苯、叔丁醇等4第一萃取E回收廢水I雙級萃取系統(tǒng).水洗段廢水廢水汽提塔 I_廢水冷卻器W1 污水處理站進料加熱器F廢水汽提生產(chǎn)工藝流程及產(chǎn)污環(huán)節(jié)示意圖5、洗滌工段從分離器流出的萃取溶劑和肟的液流， 被送到洗滌工段經(jīng)水洗后，由洗滌分 離器分離有機相和水相，有機相主要是肟、萃取溶劑和環(huán)己酮，送第二聚結(jié)器再 次分離，粗甲苯肟溶劑被送到“蒸餾凈化系統(tǒng)”，含少量肟的水相送廢水汽提裝置處理。6、溶劑（甲苯）蒸餾凈化系統(tǒng)洗滌產(chǎn)生的有機相粗甲苯肟， 進入第一精餾塔， 首先分離出萃取溶劑甲苯及 反應副產(chǎn)品， 從塔頂部抽出進入脫肟塔脫肟， 粗甲苯溶劑從塔頂抽出進入脫酮塔 從塔底脫除醇酮后從塔頂進入甲苯罐后

8、， 用泵抽出用于第一萃取段的溶劑。 脫肟 塔塔底液和第一精餾塔含有肟及少量水和少量環(huán)己酮，進入環(huán)己酮/肟蒸餾工 段。7、環(huán)己酮/肟蒸餾工段從萃取蒸餾凈化系統(tǒng)來的粗品肟， 進入第二精餾塔精餾， 塔頂物流經(jīng)過進 步冷卻和分離處理，去除其中的水后，有機相富含環(huán)己酮，其中有少量的肟，該 有機相回收至反應工段。從塔底得到純肟。3）廢水污染源匯總與分析氨肟化裝置廢水主要是廢水汽提塔廢水（W1）,產(chǎn)生量為62m3/h ;該裝置抽真空系統(tǒng)采用蒸汽噴射泵，主要是精餾抽真空，無抽真空廢水排放。己內(nèi)酰胺制備裝置1）工藝流程簡述 己內(nèi)酰胺。 環(huán)己酮肟按設定的流量加入串聯(lián)的多級重排反應器中， 發(fā)煙硫酸加入 第一反應器，

9、在溫度120C，常壓下進行重排反應，含有過量煙酸的重排液送硫 銨回收工序。粗己內(nèi)酰胺溶液經(jīng)過兩級萃取、離子交換、加氫、蒸發(fā)、蒸餾得到 液態(tài)己內(nèi)酰胺產(chǎn)品。液態(tài)己內(nèi)酰胺經(jīng)過造粒得到固態(tài)己內(nèi)酰胺產(chǎn)品，經(jīng)過計量、 包裝后作為產(chǎn)品外銷。 己內(nèi)酰胺重排精制工藝包括環(huán)己酮肟重排、 己內(nèi)酰胺萃取、 離子交換、加氫、蒸發(fā)與精餾及雜質(zhì)萃取等工段。擬建項目采用國內(nèi)開發(fā)的重排加中和技術(shù)，多級精制工藝路線制取高品質(zhì)的1、環(huán)己酮肟重排發(fā)煙硫酸與環(huán)己酮肟按一定比例分別加入重排罐進行重排反應， 重排罐下部 物料經(jīng)重排循環(huán)泵抽出，送入重排冷卻器與管側(cè)冷卻水換熱，移去反應熱， 保持 重排罐內(nèi)的反應溫度維持在115C左右。重排罐上

10、部物料自流入重排液緩沖罐, 重排液經(jīng)粗己內(nèi)酰胺泵抽出送入硫銨裝置的中和結(jié)晶反應器去生成硫銨。 經(jīng)潷析器分離，己內(nèi)酰胺水溶液用泵送至粗己內(nèi)酰胺水溶液緩沖罐內(nèi)，再經(jīng)己內(nèi)酰胺泵 送入己內(nèi)酰胺萃取塔進行萃取。環(huán)己酮肟在強酸即發(fā)煙硫酸存在下，重排生成己內(nèi)酰胺，其反應原理如下:NOH SO3H2SO4=ON - H +188kJ/mol 肟反應分兩步進行:第一步：環(huán)己酮肟與煙酸反應生成環(huán)己酮肟硫酸脂:N OH 煙酸=NOSO 3H=NOSO 3H=ON - H第二步：環(huán)己酮肟硫酸脂在煙酸作用下發(fā)生貝克曼重排反應， 生成己內(nèi)酰胺:+SO 3如混合不均，使物在反應條件控制不好的情況下，將發(fā)生 Neber重排反

11、應;料局部顯堿性，環(huán)己酮肟磺脂轉(zhuǎn)化成連氮化合物。3HNEBER?+H 2SO 42、己內(nèi)酰胺萃取與反萃(1)己內(nèi)酰胺萃取粗己內(nèi)酰胺水溶液從頂部進入己內(nèi)酰胺萃取塔， 萃取溶劑從苯貯槽用溶劑泵 抽出送入萃取塔底部，利用己內(nèi)酰胺水相與油相的溶解度差異進行逆流萃取?！稗D(zhuǎn)盤為使粗己內(nèi)酰胺得到較好的萃取，己內(nèi)酰胺萃取塔設置為特殊結(jié)構(gòu)的 塔”借助于裝在塔中垂直軸上旋轉(zhuǎn)圓盤的轉(zhuǎn)動，使己內(nèi)酰胺分散，以獲得萃取 所要求的細小液滴。把濃度約為70%的己內(nèi)酰胺水溶液從水相萃取至油相， 形成 濃度約為20%wt的苯己溶液，由塔頂自流進入苯己內(nèi)酰胺泵槽，通過苯己出料 泵打入苯己貯槽。含有不溶于苯的雜質(zhì)殘液（水相） ，從己

12、內(nèi)酰胺萃取塔底分離出來，送入冷 凝液汽提塔中， 冷凝液汽提塔底部的再沸器中通入蒸汽，通過加熱方式，使殘存 在殘液的少量溶劑和水分離出來，進入苯汽提塔，塔底廢液進入廢液濃縮塔。 冷 凝液汽提塔底的殘液（S5 ）由冷凝液汽提塔出料泵送入廢液濃縮裝置。2）己內(nèi)酰胺反萃取把己內(nèi)酰胺從苯己溶液中反萃取到工藝冷凝水（脫鹽水）中，可使己內(nèi)酰胺 與油溶性雜質(zhì)分離。苯己貯罐低層含硫銨的水溶液， 用釜液泵抽出除去溶劑后送硫銨裝置回收硫 銨。分離硫銨后的苯己溶液仍含有少量的水， 經(jīng)反萃取塔進料泵抽出， 通過聚結(jié) 器后進入脈沖式反萃塔的底部。 來自蒸發(fā)系統(tǒng)的工藝冷凝水加入到反萃塔頂， 兩 相逆流接觸，己內(nèi)酰胺被反萃到

13、工藝冷凝水中。為了獲得所需規(guī)格的苯己液滴， 反萃塔采取特殊脈沖結(jié)構(gòu)使液滴分散并進行 萃取。反萃塔在40C左右下進行，苯己溶液為分散相，工藝冷凝液（脫鹽水） 為連續(xù)相。從工藝冷凝水緩沖罐來的工藝冷凝水在進入反萃取塔前， 先經(jīng)過冷卻器卻至 40 r左右。反萃取塔頂?shù)谋脚c水己溶液的界面靠排出塔底的己水溶液量進行調(diào)節(jié)。含油溶性雜質(zhì)的有機苯溶液從反萃取塔塔頂流入苯泵槽， 然后用苯出料泵送 回苯貯罐。苯己溶液中的己內(nèi)酰胺被萃取到工藝冷凝液后以己水溶液形式從反萃取塔底排出，這時己內(nèi)酰胺溶液的濃度約為30%Wt，排至苯汽提塔繼續(xù)去除己 水溶液中微量苯。苯相送入粗苯貯罐。3）苯汽提含微量苯己內(nèi)酰胺水溶液經(jīng)過苯汽

14、提塔換熱器后溫度加熱到93C送入苯汽 提塔，經(jīng)汽提可達到去除己水溶液中微量苯的目的。在塔底加熱器的作用下， 苯 汽提塔頂操作條件為溫度96C，塔底為103C。汽化的微量苯從苯汽提塔頂排出， 含苯的水蒸汽經(jīng)冷凝液汽提塔進料預熱器 和冷凝液汽提塔后冷凝器冷凝， 并在冷凝液汽提塔冷卻器中冷卻， 冷凝液自流進 入苯水分離器， 分離出的苯流入苯泵槽并循環(huán)到苯貯罐。 苯水分離器底部的水相 排入冷凝液汽提塔汽提，汽提出的塔頂含少量苯的水蒸氣回流至苯汽提塔。苯汽提塔底己內(nèi)酰胺水溶液通過液位調(diào)節(jié)閥控制經(jīng)泵送至苯汽提塔換熱器 冷卻至約53C后，進入離子交換系統(tǒng)的己-水溶液緩沖罐。4）苯精制經(jīng)過上述步驟后， 用于萃

15、取己內(nèi)酰胺的苯與用于雜質(zhì)萃取的苯溶劑均含有一 些油溶性雜質(zhì)， 為了避免溶劑中雜質(zhì)含量過高， 溶劑須通過蒸餾方法進行連續(xù)凈 化。從反萃取塔、 雜質(zhì)萃取塔及溶劑水分離罐來的苯自流入苯泵槽， 經(jīng)苯出料泵 -2 輸送至苯貯槽， 在苯貯槽分出的水送至苯水分離罐。 苯貯槽上層的苯溶劑， 用 苯泵送入苯蒸餾塔，精制后的潔凈苯溶劑， 經(jīng)過苯蒸餾進料加熱器、 苯蒸餾冷卻 器，流入苯泵槽，用苯出料泵送至己內(nèi)酰胺萃取塔己內(nèi)酰胺的萃取。在苯蒸餾塔中， 經(jīng)加熱器加熱蒸發(fā)，塔頂?shù)玫剿枰那鍧嵄饺軇?，塔釜?下的肟、己內(nèi)酰胺、環(huán)己酮及縮合產(chǎn)物等重組分化合物， 通過測定塔底部的溫度， 檢查苯受污染程度。如果塔底溫度太高，

16、表明苯受污染的危險性增大， 此時須用 殘液泵將苯蒸餾殘液（S6 ）直接送入廢液焚燒爐。3、離子交換萃取工序中苯汽提塔來的己內(nèi)酰胺水溶液， 首先經(jīng)離子交換進料泵輸送至離 子交換進料冷卻器，冷卻至 45C左右后進入離子交換塔中。使用離子交換塔的 目的是為了保證己內(nèi)酰胺產(chǎn)品質(zhì)量。 陰離子和陽離子交換吸附樹脂， 主要去除殘存于己內(nèi)酰胺水溶液中的 NH4+、SO42-等微量離子及己水溶液中部分有機雜質(zhì)， 對己內(nèi)酰胺水溶液進行提純。 為保證裝置的正常運行， 設有兩套離子交換吸附設 備。其中一套運行時，另一套處于再生或備用狀態(tài)。己內(nèi)酰胺水溶液送入裝有陰離子交換樹脂的離子交換器， 溶液自上而下流經(jīng) 后，再流入

17、裝有陽離子交換樹脂的離子交換器中，液體是自上而下流過該塔， 然 后進入另一個陰離子交換樹脂的離子交換器。 流經(jīng)三個離子交換器后， 己內(nèi)酰胺 經(jīng)過濾器送入高位槽，再送至加氫工序。經(jīng)運行一定時間后，陰、陽離子交換樹 脂廢棄，形成固廢（ S2、 S3 ） 。設置過濾器的目的是過濾殘留在己內(nèi)酰胺溶液中極細的樹脂顆粒， 高位槽的 安裝位置應使得離子交換系統(tǒng)的靜壓任何時候都比再生液的進料壓力高， 這樣可 防止再生液進入己內(nèi)酰胺溶液中。離子交換器的再生液收集在再生廢水收集槽中， 部分用廢水泵送出界區(qū)， 再 生廢水（W2）經(jīng)用碳酸鈉中和后，用廢水泵送到裝置廢水處理系統(tǒng)，進行集中 處理。4、己內(nèi)酰胺水溶液加氫己

18、內(nèi)酰胺加氫精制是在攪拌釜和磁穩(wěn)定床中接力完成的。離子交換后的己水溶液經(jīng)進料預熱器和加熱器加熱至90C后，與催化劑配90C、置槽送出濃度為%（ Wt）的催化劑混合后進入攪拌加氫反應釜中。氫氣由氣體分 布器均勻加入攪拌反應釜中，在攪拌和催化劑作用下，加氫反應在溫度 壓力的條件下進行。該工序產(chǎn)生的 固體廢物（S4）為廢催化劑。5、蒸發(fā)與精餾從加氫系統(tǒng)出來的己 -水溶液通過兩道蒸發(fā)操作，濃度可達 %。蒸發(fā)：第一級蒸發(fā)系統(tǒng)由三效蒸發(fā)塔組成。濃度為 30%的己-水溶液送入一 效蒸發(fā)塔濃縮至約為38%wt。二效蒸發(fā)塔水-己溶液濃縮到大約53%wt。三效蒸 發(fā)塔濃縮至 90%。為了改善蒸發(fā)水的質(zhì)量， 三個蒸發(fā)

19、塔都設有回流， 回流來自冷凝緩沖罐的冷 凝液，冷凝液緩沖罐中的部分冷凝液也用作苯 -己溶液反萃塔的萃取劑。三效蒸 發(fā)出來的工藝冷凝水進入工藝冷凝水貯槽，供水反萃取塔和硫銨裝置回用。預蒸餾：三效蒸發(fā)后的己內(nèi)酰胺水溶液送入閃蒸罐蒸發(fā)器， 受熱后的己水溶 液在閃蒸罐內(nèi)閃蒸， 閃蒸后的氣體返回三效蒸發(fā)塔底， 閃蒸罐底部物流經(jīng)預蒸餾 塔進料泵送入預蒸餾塔， 在高真空下，水分快速蒸發(fā)，使預蒸餾塔塔釜己內(nèi)酰胺 溶液的濃度升至 %，塔頂含低沸點的雜質(zhì)經(jīng)蒸汽噴射泵抽吸后送入雜質(zhì)萃取塔回 收有效成分。己內(nèi)酰胺精餾： 來自預蒸餾塔的己內(nèi)酰胺液體貯存在己內(nèi)酰胺緩沖罐中， 由 己內(nèi)酰胺精餾進料泵送入主精餾系統(tǒng)， 主精餾

20、系統(tǒng)由己內(nèi)酰胺蒸餾塔蒸發(fā)器和己 內(nèi)酰胺精餾分離器及己內(nèi)酰胺精餾冷凝器組成，其操作壓力為約。己內(nèi)酰胺精餾塔蒸發(fā)器的進料液約 70%于118C左右的溫度下蒸發(fā)，精餾塔 頂部氣體物料為己內(nèi)酰胺氣相， 經(jīng)己內(nèi)酰胺精餾塔冷凝器中用熱水冷凝， 然后排 入精己內(nèi)酰胺泵槽， 再用己內(nèi)酰胺貯槽進料泵將其送入成品槽， 由己內(nèi)酰胺輸送 泵作為產(chǎn)品送往己內(nèi)酰胺造粒裝置。 己內(nèi)酰胺精餾分離器的下部溶液從分離器底 部送入粗殘液精餾蒸發(fā)器。如己內(nèi)酰胺精餾塔分離器中的一樣， 約有進料液 70%的己內(nèi)酰胺進料在粗殘 液精餾蒸發(fā)器中蒸發(fā)。 頂部產(chǎn)物在粗殘液精餾冷凝器中冷凝后， 流入己內(nèi)酰胺緩 沖罐。粗殘液精餾分離器底部產(chǎn)物送入殘

21、液精餾蒸發(fā)器。 大約 70%的殘液在這里 蒸發(fā)，頂部產(chǎn)物在殘液精餾冷凝器中冷凝后， 也流入己內(nèi)酰胺緩沖罐。 殘液蒸餾 分離器的底部產(chǎn)物排入己內(nèi)酰胺殘液槽， 己內(nèi)酰胺殘液送入硫酸銨中和。 三個己 內(nèi)酰胺精餾塔都為真空操作，其真空環(huán)境由己內(nèi)酰胺精餾塔真空系統(tǒng)維持。6、造粒工序從精餾塔塔頂蒸出的純己內(nèi)酰胺經(jīng)冷凝后進入成品槽， 由泵送造粒裝置。 在 造粒裝置中， 純己內(nèi)酰胺以液相進入造粒噴嘴， 己內(nèi)酰胺物料經(jīng)物料泵加壓進入 噴嘴的過程中， 采用低溫冷凍水進行降溫冷卻， 由液態(tài)己內(nèi)酰胺變?yōu)楣虘B(tài)己內(nèi)酰 胺，形成顆粒，由物料傳輸帶送入包裝車間后包裝入庫。7、廢液濃縮工序來自萃取工段冷凝液汽提塔底的苯萃殘液送

22、來后進入苯殘液罐， 苯萃殘液進入廢液濃縮裝置進行濃縮處理。殘液先經(jīng)原料進料泵送至2#蒸發(fā)器加熱器，加 熱后通過 2#分離器分離，氣相經(jīng)冷凝、冷卻后自流至 1#廢水罐；液相通過 1#蒸 發(fā)進料泵送至 1#蒸發(fā)器加熱器加熱后，經(jīng) 1#分離器分離，氣相進入 2#蒸發(fā)器加 熱器，為 2#蒸發(fā)器加熱器提供熱源，冷凝后的廢水也自流至 2#廢水罐， 1#分離 器底部液相即濃縮后的殘液主要成分為 （NH4）2SO4 和含苯等有機物， 該濃縮殘液 和苯蒸殘液一起進入廢液焚燒裝置焚燒處理 。兩效 蒸發(fā)冷凝產(chǎn)生的廢水（ W3） 均經(jīng)泵輸送至廢水冷卻器，冷卻后進入污水處理系統(tǒng)。2）廢水污染源匯總與分析己內(nèi)酰胺生產(chǎn)裝置

23、主要廢水源為廢液濃縮裝置冷凝廢水（W3）、離交廢水（W4）； 該裝置共有 5套抽真空系統(tǒng)，其中 4套蒸汽噴射泵抽真空和 1 套水環(huán)式真空泵， 產(chǎn)生抽真空廢水的僅有水環(huán)式抽真空系統(tǒng)， 主要是水環(huán)式抽真空系統(tǒng)水封槽偶爾 溢流出來的少量清水， 正常情況下有抽真空循環(huán)水調(diào)節(jié)箱， 正常生產(chǎn)情況下可保 證不排水。硫酸銨回收裝置1）工藝流程簡述擬建工程硫酸銨回收裝置采用新的中和結(jié)晶技術(shù)， 充分利用硫酸與氨反應產(chǎn)生的反應熱，將硫銨溶液濃縮成硫銨晶液，硫銨晶液經(jīng)稠厚、離心分離、熱風干 燥和包裝制得成品硫銨。硫酸銨回收裝置生產(chǎn)過程由中和結(jié)晶、潷析、 稠厚及離 心、干燥、包裝工序組成。硫酸銨回收工藝化學反應方程式如

24、下：H2SO4+2NH4OHNH4)2SO4+H2O1、中和工序重排反應液的中和反應是在結(jié)晶反應器中進行。 界區(qū)外送來的氣氨與工藝水 經(jīng)靜態(tài)混合器充分混合后， 與從己內(nèi)酰胺裝置來的重排反應液分別通過結(jié)晶器內(nèi) 環(huán)狀分布器上的 4個噴嘴進入導流筒。 在導流筒內(nèi)， 氨與重排反應液中的硫酸發(fā) 生中和反應，生成硫銨并產(chǎn)生晶核。 經(jīng)安裝在結(jié)晶器底部的攪拌器的攪拌作用下，65°C。硫銨溶液被快速“提升”至升液管上部，當上升的溶液到達液體自由表面時，水 份開始蒸發(fā)。由于結(jié)晶器為真空操作，整個系統(tǒng)的溫度保持在由于結(jié)晶器底部的攪拌器的抽吸作用， 過飽和的硫銨溶液在導流筒外部向下 流動。在此區(qū)域，晶體得到

25、良好的增長。在導流筒外側(cè)較低的區(qū)域， 由于結(jié)晶器形狀的變化，流動速率降低，一部分 懸浮液通過攪拌器作用返回升液管， 另一部分向上流動至折流區(qū)， 在此硫銨從母 液中分離出來， 漂浮在母液上部成為有機層， 這部分有機層與一定量的母液一起 抽出，送至潷析器作進一步處理。包含細小晶體的母液由結(jié)晶器底部側(cè)面的結(jié)晶器循環(huán)泵抽出， 在循環(huán)泵的入 口管線上，循環(huán)漿液與一部分工藝冷凝水混合， 這部分工藝冷凝水的加入， 可以 溶解細晶并平衡反應熱對水份蒸發(fā)的影響。2、潷析工序從結(jié)晶器抽出的有機相中夾帶一部分硫銨母液， 這部分溶液在潷析器中實行 物理分離。分離后的己內(nèi)酰胺有機相通過泵送回己內(nèi)酰胺裝置精制， 而硫銨母

26、液自流入 硫銨母液循環(huán)罐，然后由泵送入稠厚器。3、稠厚及離心工序含 2025硫銨晶體的母液夾帶有少量有機物， 在結(jié)晶器底部由泵抽出送至 稠厚器。 在稠厚器的上部， 母液與所夾帶的有機物發(fā)生分層， 上層有機相自流至 潷析器進一步分離，下層的母液和硫銨晶體進入稠厚器的“淘洗筒”中。在此， 通過母液的逆流沖洗， 細小的晶體和洗滌液一起循環(huán)返回硫銨母液罐， 大顆粒的 晶體沉降在設備底部，其固體的含量可增至 4550。在“淘洗筒”底部產(chǎn)生的不含有機雜質(zhì)的 -濃縮懸浮液，自流入離心機，經(jīng) 過離心機的高速離心分離，分離后的固體顆粒含水率在 2以下，通過螺旋給料 機送至干燥工序以除去殘余水份，濾液部分 （硫銨

27、溶液 ）自流至母液循環(huán)罐，然后 由泵送至結(jié)晶器重新結(jié)晶。4、干燥工序離心后的硫銨晶體含有 2水份，為避免硫銨結(jié)塊，產(chǎn)品儲存前必須經(jīng)過干 燥。干燥是在流化床空氣干燥器中進行。通過流化床加熱區(qū)域的換熱器的加熱，晶體中的水份降至 （wt）;在干燥器的冷卻區(qū)域，晶體被冷卻至60C，冷卻后的 成品硫銨，通過皮帶輸送機送至包裝工序的料倉； 流化床干燥器產(chǎn)生的廢氣 （G3） 進入旋風分離器進行除塵， 收集下來的硫酸銨粉塵送入成品包裝車間; 旋風除塵 后的廢氣進入水洗塔二次處理， 洗氣產(chǎn)生的洗液回用到離心分離工序; 經(jīng)二次處 理后干燥尾氣（G3）經(jīng)25m高的排氣筒排入大氣。5、包裝工序自干燥單元送來的干燥硫銨

28、經(jīng)稱重計量后由裝袋機包裝成50kg/袋的成品硫 銨外售。雙氧水制備裝置擬建項目己內(nèi)酰胺生產(chǎn)裝置原料之一雙氧水，由配套建設的輔助裝置-雙氧 水制備裝置供給，裝置規(guī)模為 13萬 t/a （%H2O2） 。1）工藝流程簡述雙氧水制備工藝反應方程式如下：00RHad?采用固定床鈀觸媒蒽醌法雙氧水生產(chǎn)工藝。該工藝是以2-乙基蒽醌為反應載 體，首先將一定比例的蒽醌、芳烴、磷酸三辛酯和脫鹽水配置成一定濃度的工作 液，在固定床加氫反應器中，在溫度 4070 C、壓力下，加入氫氣進行氫化反應，蒽醌還原成氫蒽醌；氫化液在氧化塔中與空氣進行氧化反應， 氫蒽醌被氧化 成蒽醌和過氧化氫（即雙氧水），經(jīng)過萃取得到的雙氧水

29、和工作液，工作液經(jīng)干 燥后返回氫化工序，雙氧水經(jīng)凈化后配制成濃度為 的產(chǎn)品送氨肟化。1、氫化單元將外購的精制溶劑重芳烴、蒽醌、三辛酯、脫鹽水經(jīng)計量后，送入工作液配制釜在加熱條件下混合形成工作液，經(jīng)脫鹽水、10%雙氧水、脫鹽水依次洗滌后送入氫化塔；再生廢水送入污水（W5）處理站。來自循環(huán)工作液泵的工作液，經(jīng)工作液過濾器過濾掉可能夾帶的氧化鋁粉塵 后，經(jīng)液-液換熱器與氫化液換熱后，送至工作液預熱器，預熱到一定溫度后, 與氫化液循環(huán)泵送來的循環(huán)氫化液混合，再與界區(qū)外送來的經(jīng)過氫氣過濾器凈化 后的定量氫氣一起，送入氫化塔。氣、液混合物經(jīng)氫化塔氣、液分布器均勻分布后向下流過氫化塔，氫化塔由 三節(jié)固定床組

30、成，兩開一備，反應初期用中上節(jié)，反應中期切換用中下節(jié)，上節(jié) 再生，反應后期切換用上下節(jié)，中節(jié)再生。下部出料或通過固定床外連接管再進以便使入第二段或第三段固定床頂部，每段固定床頂部同樣裝有氣、液分布器，流經(jīng)固定床的氣、液混合物均勻分布，控制氫化塔頂壓力在（G）,溫度在40C 70 C的條件下進行氫化反應。溫度和壓力的控制要根據(jù)觸媒活性和氫化程度的要求由低到高逐漸提高。三段固定床的使用，是根據(jù)氫化效率的要求和觸媒的活性來確定。 一般是先 在固定床的第一、二段裝填觸媒，使用第一、二段固定床。在正常條件下，鈀觸 媒經(jīng)再生后仍不能達到要求時，封閉第一段，啟用第二、三段固定床，同理當?shù)诙喂潭ù苍谡l件

31、下鈀觸媒經(jīng)再生后仍不能達到要求時，封閉第二段，啟用就要更換鈀第一段與第三段串聯(lián)使用，最后當鈀觸媒再生后已不能滿足生產(chǎn)時，觸媒。從固定床下部出來的氫化液一部分去氫化白土床， 以吸附部分降解物， 為防 止觸媒粉塵、氧化鋁粉塵帶到氧化工序引起雙氧水的分解， 由氫化白土床頂部出來的氫化液與另一部分氫化液合并后， 一同進入氫化液過濾器過濾， 以除去可能夾帶的觸媒粉塵、氧化鋁粉塵及其它雜質(zhì)。氫化液經(jīng)液-液換熱器與工作液換熱，再經(jīng)氫化液冷卻器冷卻至 50 C左右后進入氫化液受槽,部分氫化液經(jīng)氫化液循環(huán)泵送回至氫化塔入口與工作液混合后重新進入氫化塔。另一部分氫化液由氫化液泵送入氧化塔。氫化塔釜出來的富余氫氣經(jīng)

32、再生蒸汽冷凝器冷凝、冷凝液計量槽分離后, 視氫化效率和雜質(zhì)含量情況排放或由循環(huán)風機送回固定床。2、氧化單元氫化液的氧化是在溫度5055C和壓力（G）的條件下，在氧化塔中進行。氧 化在兩節(jié)反應塔中進行, 氫化液貯槽中的氫化液, 經(jīng)氫化液泵與來自磷酸計量泵 的磷酸溶液在靜態(tài)混合器中混合后進入氧化塔上塔的底部， 壓縮空氣被過濾后進 入下節(jié)塔的底部。 在一定溫度和壓力下， 在氧化塔上塔中氫化液與來自氧化塔下 塔已參與過反應的被分散成細小氣泡的空氣并流反應， 使乙基氫蒽醌和四氫乙基 氫蒽醌與空氣中的氧反應成為相應的乙基蒽醌和四氫乙基蒽醌，并生成雙氧水。在氧化塔上塔頂部氧化工作液同空氣分離后溢流入氧化液冷

33、卻器后再流入下塔， 氧化工作液與來自下塔底部的被分散成細小氣泡的新鮮空氣在氧化下塔進一步 氧化，直至氫蒽醌完全變?yōu)橄鄳妮祯?在氧化塔下塔頂部工作液經(jīng)空氣氣液分 離冷卻后進入氧化液貯槽， 由氧化液泵送至萃取塔； 經(jīng)空氣氣液分離后的氧化尾 氣（G3）進入氧化尾氣冷凝器。來自氧化塔的氧化尾氣進入氧化尾氣冷凝器， 在氧化尾氣冷凝器中被循環(huán)水 冷卻，進入氧化尾氣氣液分離器 A，分離出被冷凝下來的芳烴后，進入氧化尾氣 換熱器，在此與較低溫度的氧化尾氣換熱后， 得到進一步冷卻的氧化尾氣進入氧 化尾氣氣液分離器B,分離冷凝的芳烴后，由頂部排出進入膨脹制冷機組，經(jīng)節(jié) 流膨脹溫度降至較低的氧化尾氣在氧化尾氣氣

34、液分離器 C 中進一步分離冷凝的 芳烴。氧化尾氣氣液分離器 C 頂部排出的低溫尾氣進入氧化尾氣換熱器，用于 冷卻來自氧化尾氣氣液分離器 A 的較高溫度的氧化尾氣。經(jīng)冷量轉(zhuǎn)移后由氧化尾氣換熱器排出的氧化尾氣進入碳纖維吸附裝置， 進 步吸附氧化尾氣中夾帶的少量芳烴， 經(jīng)過吸附處理的氧化尾氣再次進入膨脹機組的升壓平衡段，吸收余壓后氧化尾氣（G3）達標排空。在氧化尾氣氣液分離器 ABC 分離回收的芳烴排至氧化液貯槽。吸附濃縮在活性碳纖維上的芳烴利用水蒸汽解吸。 兩個吸附箱自動切換。 實 現(xiàn)吸附和解吸的連續(xù)操作。 解吸后的混合氣體經(jīng)冷凝器冷凝后進入分層槽， 分層 后得到芳烴液體回收利用，而分層后的 廢水

35、（W6）則排至污水處理系統(tǒng)。氧化塔底部排放的殘液定期排入洗滌接受系統(tǒng)， 回收工作液， 殘液雙氧水可 作為等外品外賣或排至污水處理系統(tǒng)處理裝置廢水。3、萃取工序氧化液中雙氧水的萃取是在萃取塔中進行的。 萃取塔為篩板塔， 塔內(nèi)裝有含 少量磷酸的去離子水， 氧化液經(jīng)氧化液泵送入萃取塔底部， 計量后的去離子水由 軟水泵送入萃取塔上部。萃取塔塔頭界面控制通過進入塔頭的去離子水量來調(diào) 節(jié)。氧化液通過萃取塔時被篩板分散成細小液滴，穿過連續(xù)水相逐漸升至塔頂， 利用雙氧水在水和氧化液中溶解度的不同進行萃取。 塔頂流出的氧化液 （一般含 雙氧水W）稱為萃余液，經(jīng)萃余液分離器分離后進入后處理工序。去離子水與氧 化液

36、逆流接觸，氧化液中的雙氧水被水萃取，濃度逐漸升高，稱其為萃取液。萃取液由上向下流動，當濃度達到要求時，萃取液由塔底流出進入凈化塔。水與氧化液流量之比稱為萃取比， 根據(jù)成品濃度的要求， 一般生產(chǎn) 35%雙氧 水時控制在1 : 65±3。去離子水進入配制槽后，加入磷酸作為穩(wěn)定劑，其酸度控 制在I （以磷酸計），最終控制萃取液的酸度I （以磷酸計）。4、凈化工序凈化塔也為篩板塔，芳烴溶劑由芳烴高位槽進入凈化塔下部并充滿全塔。取液進入凈化塔的上部，在塔內(nèi)經(jīng)分散向下流動，利用其密度差通過溶劑柱，去雙氧水中的有機雜質(zhì)，凈化后的雙氧水自凈化塔底部流出，由雙氧水出料泵送至雙氧水貯罐。凈化塔上部流出的

37、芳烴去工作液配制槽或去氧化液受槽回收使用。由于己內(nèi)酰胺生產(chǎn)的要求， 雙氧水在進入己內(nèi)酰胺裝置前需要進一步純化處理，來自雙氧水貯罐的雙氧水經(jīng)純化系統(tǒng)進一步脫除雜質(zhì)達到己內(nèi)酰胺生產(chǎn)要求后，送至氨肟化裝置使用。5、工作液的后處理自萃取塔塔頂流出的萃余液進入萃余液分離器， 除去夾帶的大部分水和雙氧水后，進入干燥塔，進一步除去微量雙氧水和水。干燥塔為篩板塔，其內(nèi)裝有密度為一cm3的碳酸鉀溶液，碳酸鉀溶液來自碳酸鉀泵，從塔中部進入塔內(nèi)。萃余液從干燥塔下部進入塔內(nèi)，被篩板分散后向塔頂漂浮，以除去萃余液中水份、中和酸及分解雙氧水。除去水、雙氧水后的工作液進入碳酸鉀分離器除去部分夾帶的碳酸鉀溶液后，進入裝有三氧化二鋁的后處理白土床底部， 進一步吸附工作液中的碳酸鉀和再生蒽醌降解物，工作液自后處理白土床上部流出進入工作液受槽，由工作液泵經(jīng)工作液過濾器送至氫化單元循環(huán)使用。從干燥塔底部排出的密度 cm的碳酸鉀溶液，經(jīng)碳酸鉀預熱器預熱后進入 碳酸鉀蒸發(fā)器進行蒸發(fā)，使其濃縮到密度為 一cm3，從底部流出進入碳酸鉀冷卻 器冷卻后進入碳酸鉀受槽，再用泵送回干燥塔繼續(xù)使用，此過程連續(xù)進行。 從碳 酸鉀蒸發(fā)器出來的水蒸汽與從干燥塔排出的碳酸鉀溶