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第三章 建设项目概况及工程分析3建设项目概况及工程分析3.1建设项目概况3.1.1项目名称、性质及建设地点项目名称、规模、建设性质及建设地点基本情况见表3-1。 表3-1 项目基本情况项目名称阳泉煤业（集团）有限责任公司新建20万吨/年己内酰胺项目建设地点山西省太原市清徐经济开发区建设性质新建建设单位阳泉煤业（集团）有限责任公司3.1.2工程搬迁建设内容本工程主要内容包括：新建年产20万吨/年己内酰胺生产装置，并配套公用及辅助装置，包括24万吨/年35%双氧水装置（12万吨/年35%双氧水装置2套）、30万吨/年环己醇装置（15万吨/年环己酮装置2套）、20万吨/年己内酰胺装置（含10万吨/年环己酮肟装置2套、10万吨/年己内酰胺装置2套）、10万吨/年己内酰胺结片装置（固态己内酰胺结片）、10万吨/年聚合装置（固态聚酰胺6切片，3万吨/年、7万吨/年生产线各一套）、32万吨/年硫铵装置（16万吨/年硫铵装置2套）等。同时配套建设原料、中间产品和成品储存设施及三废处理装置等。项目工程内容见表3-2。3.1.3劳动组织及定员全厂定员320人，其中管理技术人员36人，生产人员284人。生产车间执行4班编制3班运行，其它辅助人员及车间管理人员采用白班兼值班制。生产装置年运行时间8000小时。3.1.4生产规模及产品方案建设规模生产己内酰胺20万吨/年。主要产品：液体己内酰胺、己内酰胺结片、聚酰胺6切片副产品：硫铵、环己醇中间产品：环己酮、双氧水主产品以10万吨/年己内酰胺结片、10万吨/年聚酰胺6切片外销；副产品硫铵32万吨/年外销；中间产品环己醇30万吨/年，自用18万吨/年，供己二酸12万吨/年，双氧水（35%）23.66万吨/年全部自用。主要产品质量见表3-33-6。表3-2 主要建设内容名称主要建设内容主体工程双氧水装置12万吨/年35%双氧水装置2套、主要装置包括氢化塔2台、氧化塔2台备注环己醇装置15万吨/年环己醇装置2套，主要装置包括加氢主反应器4台、环己烷塔8台、分解反应器6台等氨肟化装置20万吨/年氨肟化装置2套，主要装置包括氨肟化反应器6台等己内酰胺装置20万吨/年己内酰胺装置2套，主要装置包括重排反应器6台等己内酰胺结片装置10万吨/年己内酰胺结片装置1套，主要装置包括结片机5台等聚合装置3万吨/年、7万吨/年聚酰胺6切片装置各1套，主要装置包括前聚合器2台、后聚合器2台等硫铵装置16万吨/年硫铵装置2套、主要装置包括中和结晶器2台等公用工程新建循环水站，供水能力50000m3/h新建蒸汽冷凝水回收站，回收能力500t/h新建一座35KV变电站本项目蒸汽由园区公用工程项目动力站提供，动力站设置3台280t/h锅炉本工程氮气、工艺空气由公用工程项目氮压站提供，本项目在界区建设高压氮气加压和氮气储罐。本工程新建制冷站，设置两台制冷量为 4650kW 的热水单效吸收式溴化锂冷水机组。辅助工程机修及备件库、综合办公楼、倒班宿舍、浴室、食堂中间罐区、成品库环保工程厂区设燃料气管网，用于各燃气炉补充燃料；收集可燃工艺废气氨肟化污水、双氧水污水设置预处理系统，处理后污水送公用工程项目污水处理站进行处理，污水站处理规模600m3/h全厂污水处理站由依托工程建设中水深度处理站依托工程建设废液焚烧炉1套安全火炬依托工程建设储运工程中间罐区原料、中间产品罐区依托工程建设成品库依托工程阳泉煤业（集团）有限责任公司清徐化工新材料园区配套工程及迁建项目，建设主要建设包括：24万吨/年合成氨系统、20万吨硫酸系统、24万吨硝酸系统、供热站（3280t/h循环流化床，配套235MW背压机组）、空压站、空分站、PSA制氢系统、水处理系统、原料罐区、成品罐区、全厂火炬、生活办公区表3-3 己内酰胺质量指标项目优等品一等品合格品试验方法50%水溶液色度， Hazen 度 Pt-Co 号3510GB/T13255.1结晶点，68.968.868.5GB/T13255.2高锰酸钾吸收值51020GB/T13255.3挥发性碱含量0.40.81.5GB/T13255.4290nm 波长处吸光度0.040.100.20GB/T13255.5酸度，mmol/kg0.100.20-GB/T13255.6碱度，mmol/kg0.100.20GB/T13255.6铁含量，10-60.20.51.0GB/T13255.7环己酮含量，10-62020-GB/T13255.8表 3-4 聚酰胺 6 切片切片质量指标序号指 标 名 称单位控制指标备注1切片规格mm(L)2.2/2.42.72相对粘度2.43.7可调3粘度偏差S*0.0154可萃取物含量wt %0.45环状二聚体wt %0.056水含量wt %0.04干燥后切片7端基含量meq/kg-COOH40-44-NH243-478灰分含量PPM509分子量指数1.45-1.55要求引进技术达到可控表3-5 硫铵质量指标项目优等品一等品合格品外观白色结晶，无可见机械杂质无可见机械杂质氮含量（N）(以干基计)%21.021.020.5水分含量（H2O）%0.20.31.0游离酸（H2SO4）%0.030.050.20铁含量(Fe)%0.107-砷含量（As）%0.00005-贵金属含量（以 Pd 计）%0.005-水不溶物含量%0.01-表3-6 双氧水质量指标项目指标30%35%50%70%过氧化氢质量分数/%30.035.050.070.0游离酸（以 H2SO4 计）质量分数/%0.0400.0400.0400.050不挥发物质量分数/%0.080.080.080.12稳定度/%97.097.097.097.0总碳（以 C 计）质量分数/%0.0250.0250.0350.050硝酸盐（以 NO 计）质量分数/%0.0200.0200.0250.030注：过氧化氢质量分数、游离酸、不挥发物、稳定度为强制要求。3.1.5工程投资及来源本项目报批总投资393041万元，其中建设投资335400万元，建设期贷款利息23403万元，铺底流动资金10271万元。3.1.6厂区总平面布置根据新材料园区总体布置，己内酰胺装置位于全厂中间区域，总占地面积为32公顷。建设内容包括：工艺单元（包括双氧水、环己醇、氨肟化、己内酰胺、己内酰胺结片、硫铵回收、聚合、废液焚烧等）；储运单元（包括环己酮装置中间罐区、己内酰胺装置中间罐区、己内酰胺结片仓库及装车场、聚合仓库及装车场等）。依据 20 万吨/年己内酰胺工程的组成内容和园区总体布置原则，将其划分为四个区域：环己醇酮、己内酰胺主装置、成品储运，公用工程或辅助设施。本工程界区分为南北两块，分别布置辅助生产设施、主要工艺单元。双氧水装置所生产的双氧水为强氧化剂，经验表明该装置因 H2O2 剧烈分解易引起爆炸，故将其布置在界区西北角的边缘地带。己内酰胺主装置（氨肟化和己内酰胺单元）布置在界区的中部，西邻双氧水装置。中间罐组及液体己内酰胺罐组布置在主装置南侧，己内酰胺仓库、硫铵仓库、聚合切片仓库布置装置最南侧、靠邻园区铁路线。厂区总平面布置见图3-1。3.1.7主要技术经济指标项目主要技术经济指标见表3-7。表3-7 主要技术经济指标序号项目名称单位数量备注一装置规模1.1双氧水装置万吨/年24中间产品：35%双氧水1.2环己醇装置万吨/年30中间产品：环己酮1.3氨肟化装置万吨/年20.44中间产品：环己酮肟1.4己内酰胺装置万吨/年20.0产品：液态己内酰胺1.5己内酰胺结片装置万吨/年10.0产品：固态己内酰胺结片1.6聚合装置万吨/年10.0产品：固态聚酰胺 6 切片1.7硫铵装置万吨/年32.0副产品：硫铵二产品方案2.1固体己内酰胺结片万吨/年10.02.2固体聚酰胺 6 切片万吨/年10.02.3副产品硫铵万吨/年32.02三年操作时间3.1主要工艺装置h80003.2聚合装置h8000四主要原材料用量4.1氢气t/a15902.599%(V)4.2苯万吨/年32.184.3液氨万吨/年11.834.4烧碱(40%)万吨/年0.99离子膜碱4.5发烟硫酸万吨/年23.48SO38%4.6双氧水万吨/年20.2335%4.7硝酸万吨/年0.2965%计五主要公用工程用量5.1天然气Nm3/a3.6106自天然气门站接5.2新鲜水m3/h465外部公用工程装置供5.3循环水m3/h37930自建循环水站供5.4高压蒸汽（3.5MPa.G）t/h76外部动力站供5.5中压蒸汽（1.2MPa.G）t/h138外部动力站供5.6低压蒸汽（0.6MPa.G）t/h115高压蒸汽作功后降压供5.7压缩空气Nm3/h1540外部空压站供5.8仪表空气Nm3/h2365外部空压站供5.9低压氮气Nm3/h2780外部空分装置供5.10高压氮气Nm3/h40000自建氮压站供、事故时用5.11电kW.h24556.7自 220kV 总变电站接入六运输量6.1运入量万吨/年63.186.2运出量万吨/年57.196.3总运输量万吨/年120.37七总定员人320八总占地面积公顷32九全厂建筑面积m299621.8十项目报批总投资万元39304110.1建设投资万元33540010.2建设期借款利息万元2340310.3铺底流动资金万元10271十一年均销售收入万元363043生产期平均值十二年均总成本费用万元293391生产期平均值十三年均利润总额万元67868生产期平均值十四财务评价指标14.1所得税后%16.6214.2所得税前%20.43十五项目投资财务净现值（FNPV）15.1所得税后万元67323ic=13%15.2所得税前万元146833ic=13%十六项目投资回收期16.1所得税后年7.66含建设期16.2所得税前年6.81含建设期3.2建设项目生产工艺过程简述本项目己内酰胺生产，采用以苯为原料的“酮-胺”法生产工艺路线，生产装置包括已内酰胺装置（含环己醇生产、氨肟化及己内酰胺生产）及双氧水制备等配套装置。氨肟化及己内酰胺的生产，采用从意大利Enichem公司引进的“H2O2氨肟化液相重排工艺”生产技术。“H2O2氨肟化”工艺是上世纪90年代开发出来的一种生产环己酮肟的新工艺，它采用双氧水、液氨、环己酮为原料，一步反应直接生成环己酮肟。目前意大利Enichem公司和中国石化都独立拥有该工艺技术及相关专利。与传统HSO法、HPO法、NO法等工艺相比，“H2O2氨肟化”新工艺具有流程短、环境友好、反应条件温和、设备投资低的优势。本项目制氢装置制备的产品氢气作为氨合成、双氧水制备及已内酰胺生产（包括环己酮生产、氨肟化及己内酰胺生产）的原料，氨合成生产的产品液氨、双氧水生产的35%双氧水产品均作为己内酰胺生产的原料使用，项目最终产品为已内酰胺液体产品和硫酸铵产品。各工艺装置生产流程分述如下。3.2.1双氧水生产线工艺3.2.1.1氢化单元工艺来自循环工作液泵的工作液，经工作液过滤器过滤可能夹带的氧化铝粉尘后，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的循环氢化液混合，再与界区外送来的经过氢气过滤器净化后的定量氢气一起，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，氢化塔由两节固定床组成，反应初期只需上节，反应中期切换用下节，反应后期，两节一起用。下部出料或通过固定床外连接管再进入第二段固定床顶部，第二段固定床顶部同样装有气、液分布器，以便使流经固定床的气、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的条件下进行氢化反应。温度和压力的控制要根据触媒活性和氢化程度的要求由低到高逐渐提高。从固定床下部出来的氢化液一部分去氢化白土床，以吸附部分降解物，为防止触媒 粉尘、氧化铝粉尘带到氧化工序引起双氧水的分解，由氢化白土床顶部出来的氢化液与 另一部分氢化液合并后，一同进入氢化液过滤器滤，以除去可能夹带的触媒粉尘、氧化 铝粉尘及其它杂质。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，部分氢化液经氢化液循环泵返回至氢化塔入口与工作液混合后重新进入氢化塔。另一部分氢化液由氢化液泵将其送入氧化塔。氢化塔釜出来的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情况排放或由循环风机送回固定床。主反应： 2-乙基蒽醌 氢气 2-乙基氢蒽醌四氢2-乙基蒽醌 氢气 四氢2-乙基氢蒽醌 副反应：2-乙基氢蒽醌 氢气 四氢2-乙基氢蒽醌2-乙基蒽醌 氢气 一氢化蒽醌一氢化蒽醌 氢气 二氢化蒽醌 水3.2.1.2氧化单元氢化液的氧化是在温度 5055和压力 0.25MPa(G)的条件下，在氧化塔中进行。 氢化液贮槽中的氢化液，经氢化液泵与来自磷酸计量泵的磷酸溶液在静态混合器中混合 后进入氧化塔上塔的底部，压缩空气被过滤后进入下节塔的底部。在一定温度和压力下， 在氧化塔上塔中氢化液和来自氧化塔下塔已参与过反应的被分散成细小气泡的空气并 流反应，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流入下塔，氧化工作液和来自下塔底部的被分散成细小气泡的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的蒽醌。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。来自氧化塔的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，分离出被冷凝下来的芳烃后，进入氧化尾气换热器，在此 和较低温度的氧化尾气换热后，得到进一步冷却的氧化尾气进入氧化尾气气液分离器 B，分离冷凝的芳烃后，由顶部排出进入膨胀制冷机组，经节流膨胀温度降至较低的氧化尾 气在氧化尾气气液分离器C中进一步分离冷凝的芳烃。氧化尾气气液分离器 C 顶部排出 的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 的较高温度的氧化尾气。经能量转移后由氧化尾气换热器排出的氧化尾气进入碳纤维吸附装置，进一步吸附 氧化尾气中夹带的少量芳烃，经过吸附处理的氧化尾气再次进入膨胀机组的升压平衡 段，吸收余压后达标排空。在氧化尾气气液分离器 ABC 分离回收的芳烃排至氧化液贮槽。吸附浓缩在活性碳纤维上的芳烃用水蒸汽解吸。两个吸附箱自动切换。实现吸附和解吸的连续操作。解吸后的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利用，而分层后的水相则排至污水处理系统。氧化塔底部排放的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处理系统处理装置废水。主反应： 2-乙基氢蒽醌 氧气 2-乙基蒽醌 过氧化氢四氢2-乙基氢蒽醌 氧气 四氢2-乙基蒽醌 过氧化氢 副反应：四氢2-乙基氢蒽醌 氧气 环氧化蒽醌 水3.2.1.3萃取工序 氧化液中双氧水的萃取是在萃取塔中进行的。氧化液经氧化液泵送入萃取塔底部，计量后的去离子水由软水泵送入萃取塔上部。利用双氧水在水和氧化液中溶解度的不同 进行萃取。塔顶流出的氧化液经萃余液分离器分离后进入后处理工序，萃取液由塔底流出进入净化塔。3.2.1.4净化工序芳烃溶剂由芳烃高位槽进入净化塔下部并充满全塔。萃取液进入净化塔的上部，在塔内经分散向下流动，利用其密度差通过溶剂柱，除去双氧水中的有机杂质，净化后的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。净化塔上部流出的芳烃去工作液配制槽或去氧化液受槽回收使用。 由于己内酰胺生产的要求，双氧水在进入己内酰胺装置前需要进一步纯化处理，来自双氧水贮罐的双氧水经纯化系统进一步脱除杂质达到己内酰胺生产要求后，送至氨肟化装置使用。3.2.1.5工作液的后处理 自萃取塔塔顶流出的萃余液进入萃余液分离器，除去夹带的大部分水和双氧水后，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 的碳酸钾溶液，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、双氧水后的工作液进入碳酸钾分离器除去部分夹带的碳酸钾溶液后， 进入装有三氧化二铝的后处理白土床底部，进一步吸附工作液中的碳酸钾和再生蒽醌降 解物，工作液自后处理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。从干燥塔底部排出的密度1.2g/cm3的碳酸钾溶液，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，此过程连续进行。从碳酸钾蒸发器出来的水蒸汽与从干燥塔排出的碳酸钾溶液换热后排入废水处理系统。双氧水装置生产工艺流程见图3-2。循环工作液碱回收系统W2焚烧气相焚烧气相循环碱液冷凝器浓碱液纯水气相干燥塔冷凝器G2 气相工作液氧化塔氢化液白土床氢化塔萃余液萃余液冷凝液氢化液冷凝液后处理白土床萃取塔G1液相压缩空气氢气冷凝器萃取液催化剂液相净化塔回用芳烃气相磷酸溶液废芳烃重芳烃芳烃精馏塔W1S2G1G2W3S135%H2O2图3-2 双氧水装置生产工艺流程3.2.2环己醇酮生产线工艺3.2.2.1环己醇生产线工艺加氢工艺加氢工序包括苯预处理系统、氢气压缩系统、加氢系统及产品油后处理系统。首先，原料苯通过苯预处理器，苯中所含少量杂质通过吸附除去，然后将预处理后的苯送入第一级加氢反应器。从萃取蒸馏工序循环回来的苯在通过脱氮处理反应器（循环苯中所含少量氮化合物被吸附除去）后，也送入反应器。氢气经氢气压缩机压缩后送入第一、第二加氢反应器。在串联安装的加氢反应器中，含催化剂浆液的水相、油相和氢气充分混合，使其在压力37MPaG，温度100180下部分加氢。然后，油相和水相在加氢沉降器中分离，催化剂浆液（水相）再循环至第一加氢反应器。一部分催化剂间断地抽出送到加氢催化剂再生程序，经再生后送回反应器中。在沉降器中分离出的油相，经减压，在闪蒸罐中闪蒸。加氢工序中的油产品是环己烯、环己烷和未反应苯的混合物。主反应：副反应：萃取蒸馏工序萃取蒸馏工序包括脱水系统、苯分离系统、环己烯分离系统及溶剂提纯系统。从加氢工序来的油产品中的水，在脱水塔中除去，脱水后的油送入苯分离塔。环己烯和环己烷从塔顶蒸出，苯和溶剂从塔底中抽出，含有苯和溶剂的塔底产品送入苯回收。苯从回收塔顶部回收，然后返回至加氢工序。从塔底流出的溶剂，返回至苯分离塔再使用。从塔顶蒸出的油，送入环己烯分离塔，环己烷从塔顶部蒸出，再送至环己烷精制工段，环己烯和溶剂从塔底抽出。含有环己烯和溶剂的塔底产品送至环己烯回收塔，环己烯从塔顶蒸馏出来，然后送入水合工序。从底部流出的溶剂，送至环己烯分离塔并重新使用。由于各种具有高沸点的组分都在溶剂中积累，苯回收塔及环己烯回收塔的塔底物，被送至溶剂提纯塔，除去积累在溶剂中的物质。 水合工序水合工序包括环己烯洗涤、水合系统及环己醇分离系统。从萃取蒸馏分离出的环己烯送入环己烯洗涤塔，在此塔中，用水洗将少量杂质除去。水洗过的环己烯送入环己醇分离塔，然后与再循环的环己烯一起送入第一水合反应器。水合用水加到进料管线中，送往水合反应器。在串联安装的水合反应器中，含有催化剂浆液的水相与油相混合，在压力小于1MPaG，温度在100130条件下进行水合反应。水合反应器在其上部有沉集区，以便从水相中分理出油相，在第二个水合反应器上部的油相被抽出，送至环己醇分离塔。一部分催化剂浆液分批从水合反应器中抽出，送至再生工段，再生后循环使用。水合反应器中生成的油是环己醇与未反应的环己烯的混合物。环己烯从环己醇分离塔的增浓缩区以侧线物流抽出，再送入第一级水合反应器。环己醇分离塔的一部分塔顶物流被抽出，送至萃取蒸馏工序，这是为了阻止低沸点组分在水合系统中集聚。环己醇分离塔的塔底物流含有环己醇和环己烯，该物流在汽化后送入环己醇精馏塔，从顶部分出环己烯，底部为高沸点组分，这样就得到了产品环己醇。环己烯水合反应方程式： 环己烷精制工序自萃取蒸馏工序环己烯分离塔顶部出来的环己烷，在环己烷水洗塔水洗出去环己烷中的少量杂质后，送入环己烷处理器。在处理器中，少量的烯烃及芳香烃在催化剂存在的条件下，于温度80250，压力1.53MPaG下完全催化加氢。然后环己烷被送入环己烷提纯塔，从塔顶出去低沸点组分后，就得到了精制的环己烷产品。 加氢催化剂再生工段部分加氢催化剂浆液，分批从加氢工序中的催化剂浆液循环管线中抽出，送至加氢催化剂再生罐。在催化剂浆液中的油组分从浆液中抽出后，催化剂就被再生了，然后返回加氢系统中催化剂循环管线。 水合催化剂再生工段一部分水合催化剂浆液以间断的方式从水合反应器中抽出，送到水合催化剂再生槽。在催化剂浆液中的油组分从浆液中抽出后，加入H2O2再生催化剂，然后在水合催化剂再生过滤器中用水洗涤，再通过再生的水合催化剂受槽返回到水合反应器中。 废物处理工段从工艺设备（如洗涤塔）中排出的含油废水送入废水罐，在调整PH值后，送入油汽提塔，从塔顶除去轻组分，塔底物送入废水预处理系统。加氢闪蒸罐中排放的废气送入燃料气排出罐，用作燃料气。从环己烷精制塔顶部，环己醇精馏塔底部及从溶剂提纯塔中排出的废油送至界区外，也用作燃油。环己醇装置生产工艺流程见图3-3。3.2.2.2环己酮生产线工艺 环己醇脱氢工艺从环己醇装置送入的精制环己醇与醇酮回收工序回收的环己醇一起进入环己醇脱氢工序。环己醇先经与醇脱氢反应产物换热后，再用高压蒸汽加热蒸发。气相环己醇再与刚出脱氢反应系统的反应气体换热，加热到244后进入脱氢反应系统。在铜-锌催化剂固定床中催化脱氢生成环己酮和氢气，反应气体产物经两次换热后冷凝、冷却得到粗环己酮和环己醇，送至醇酮回收工序。脱氢尾气经气液分离、压缩后，再用环己烷洗涤脱除夹带的醇酮有机物。洗涤后的氢气经低温冷却，脱除环己烷后，送至环己醇装置，用于苯加氢。脱氢所需热量由加热炉加热的导热油提供。导热油在热油炉内，经燃料气燃烧加热至275后进入脱氢反应系统，维持反应所需温度。环己醇脱氢反应方程式 醇酮回收工序环己醇脱氢工序用于洗涤氢气后的环己烷来萃取生产废水，回收废水中的少量醇酮烷有机物。萃取处理后的废水再经汽提处理，冷却后排至污水处理系统。汽提出来的有机物蒸汽经冷凝冷却、油水分层分离后，有机物送至环己酮精制工序的干燥塔系统，水相流至工艺废水收集系统。萃取后的环己烷送至烷蒸馏塔系统，蒸馏回收的环己烷与补充新鲜环己烷一起送出，用于洗涤脱氢工序的氢气、萃取废水中的醇酮有机物。环己烷蒸馏塔系统回收的粗醇酮送至环己酮精制工序初馏塔系统。 环己酮精制工序环己酮精制采用四塔分离流程。环己醇脱氢的粗醇酮和废水汽提回收的烷醇酮有机物一同进入干燥塔系统，脱除环己烷和水。干燥塔系统的气相并入废水汽提系统，与汽提蒸汽一起冷凝、冷却、相分离处理。干燥后的粗醇酮送至初馏塔系统，在53kPa（绝）的压力下，从粗醇酮中分离出轻组分。轻组分作为燃料油外销，脱轻组分后的粗醇酮送至酮塔系统。酮塔系统在5kPa（绝）压力下操作，在酮塔系统中，环己酮与环己醇分离，得到环己酮产品，环己醇及重组分送至醇塔系统。醇塔系统在6kPa（绝）压力下操作，通过精馏分离脱除重组分后，未反应的环己醇循环，与环己醇进料一起送入环己醇脱氢工序。脱除的重组分则作为燃料油外售。初馏塔系统、酮塔系统、醇塔系统的真空冷凝水含有少量的醇酮有机物，经收集后送至醇酮回收工序，经环己烷萃取、汽提处理，回收环己醇、环己酮。环己酮装置工艺流程示意详见图3-4。3.2.3氨肟化工艺流程项目环己酮肟制备，采用“H2O2氨肟化法”合成环己酮肟新工艺，以环己酮、氨和30%双氧水为原料，以叔丁醇（TBA）为溶剂，采用新型钛硅分子筛（HTS）为催化剂，经一步反应合成环己酮肟，随后进行溶剂的回收及环己酮肟产品的提纯。反应式如下。主反应：NH3+H2O2+HTS+ 2H2OQ1副反应：4H2O2+ 2NH3 N2O +7H2OQ2 3H2O2+ 2NH3 N2 + 6H2OQ3 2H2O22H2O+ O2Q4 NH3+H2O2+2+2H2OQ5环己酮氨肟化反应机理分为两步，第一步是氨在催化剂作用下被过氧化氢氧化成羟胺，第二步是羟胺与环己酮进行肟化反应，生成环己酮肟，环己酮转化率和环己酮肟选择性均大于99.5%，同时还伴随有双氧水的分解、重质物的生成等副反应发生。3.2.3.1 催化剂配制到厂新催化剂或再生催化剂用脱盐水把催化剂配成 11%（wt）的浆液，破碎后用催化剂输送泵送入催化剂乳化机进一步研细到满足要求后送入肟化反应器。3.2.3.2 原料计量 界区外送来的液氨过滤后经质量流量计精密控制送入汽化加热器，通过循环水加热汽化后，经气氨分液罐脱除可能携带的杂质，过滤后以气相方式进入反应系统。双氧水从界区外送入双氧水原料缓冲罐，其来料量由液位进行控制。原料缓冲罐设有一定的缓冲时间。原料缓冲罐中的双氧水通过双氧水进料泵提压后经质量流量计精密控制送入肟化反应器。环己酮由界外直接送入本装置，经质量流量计精密控制后从反应液外循环管线注入肟化反应器。反应原料气氨、环己酮、双氧水、叔丁醇与反应循环液经静态混合器强化混合后进 入肟化反应器。为防止催化剂在碱性条件下的硅溶解流失，反应过程中需要要加入一定量的硅溶胶。首先，通过计量泵将浓度 25%的硅溶胶溶液送入硅溶胶配制釜，在搅拌的作用下与含氨3%左右的吸收液进行混合分散，分散好的硅溶胶在硅溶胶配制釜液位控制下，经吸收液进料泵连续送入肟化反应器。3.2.3.3 肟化反应及膜过滤系统反应系统由两台CSTR反应器组成，实现不停工切换操作，切换周期约为600小时。 按设定的比例加入原料环己酮、气氨、双氧水、叔丁醇，混合后送入肟化反应器，在催化剂作用下，发生羟胺肟化反应，反应产物经循环泵抽出送入膜过滤器，实现反应产物与催化剂的分离，含催化剂的浓液返回反应釜循环使用，反应清液送入溶剂回收工序，经蒸馏回收叔丁醇后，溶剂返回反应系统，肟水溶液送萃取工序。膜过滤器带有自 动反冲洗系统，冲洗介质为滤后清液或叔丁醇。肟化反应在 0.4MPa(a)、83、催化剂存在下进行，反应物料的停留时间约70分钟，环己酮的转化率99.5%。装置正常运行期间，反应系统不需任何外加热量，但在开工、反应釜切换时，需用 低压蒸汽预热釜内物料至反应温度，同时对切出的反应器进行冷却退料。因此、肟化反 应釜采用了双外夹套，筒体为冷却夹套，下封头部分为加热夹套。冷却夹套正常运行期 间作为反应取热器一直通入冷却水，蒸汽夹套仅在开停工及釜切换操作时启用。反应釜内超过溶解平衡的氨以及由双氧水氨解等副反应所产生的少量气体，从釜顶 排至后部尾气吸收塔，利用脱盐水将其中的氨和醇吸收下来排至硅胶搅拌釜，用于硅溶 胶配制，剩余气体处理后达标排放。反应系统的压力控制是通过调节反应气体的排放量来实现的。膜过滤器流出的反应产物进入反应产物装置缓冲罐，经泵提压后送入叔丁醇回收塔 回收叔丁醇。3.2.3.4 叔丁醇回收由膜过滤器来的反应产物送入反应产物装置缓冲罐，经叔丁醇塔进料泵提压，由液位流量串级控制送入叔丁醇回收塔。塔顶蒸出含水含氨含叔丁醇的混合液，进入叔丁醇 塔顶空冷器冷凝冷却至 60，再经叔丁醇塔顶冷凝器进一步冷却至 40进入叔丁醇塔 顶回流罐，不凝气体排入尾气吸收塔回收氨。凝液经叔丁醇回流泵提压后，一部分作为 塔顶回流；其余大部分送至叔丁醇回收罐，再经叔丁醇循环泵提压送回肟化反应器循环 使用。从塔釜流出的肟水溶液经叔丁醇塔底出料泵提压，在塔釜液位的控制下送入甲苯 萃取工序。3.2.3.5 甲苯萃取及污水汽提系统 来自叔丁醇塔底的甲苯肟经流控与来自反应工序的肟水溶液混合后，经甲苯肟冷却器冷却至 4050左右进入萃取罐沉降分层，上层分出的甲苯肟经水洗进料泵提压后送入水洗工序的静态混合器。利用去离子水在第二洗涤分离器、第二聚结器中完成一级水洗，合格甲苯肟送至甲苯肟装置罐；洗涤水中含有 1%左右的肟和少量溶解甲苯，经泵送入水萃取塔回收其中的肟。水相溶解有12%的环己酮肟，在界面控制下从罐底分水斗分出，靠压力作用直接 送入水萃取塔上部，利用甲苯作萃取剂，进行逆向多级萃取，回收水相中的肟。来自水洗分离器的含肟水从塔上部送入，以连续相方式从上往下流动，通过控制塔 顶界面，脱除有机物的污水从水萃取塔釜排入污水罐。污水罐中的污水含有少量溶解甲苯以及肟化反应系统生成的少量水溶性有机杂质， 经泵提压与汽提塔顶蒸汽换热至 90左右，送入废水汽提塔顶，利用有机物与水形成共沸的特性，从塔顶将其汽提出去，使塔釜水中基本不含甲苯，塔顶蒸汽冷却换热后流入污水罐沉降分层，有机相主要为甲苯，定期经泵送至甲苯罐回收利用。汽提塔釜污水基本不含甲苯，经泵提压冷却后污水送生化处理。3.2.3.6 甲苯肟分馏系统 从甲苯肟贮罐来的甲苯肟经甲苯肟泵提压后送入第一精馏塔，塔顶蒸出不含肟的甲苯的气体，经甲苯冷却器冷凝，流入甲苯回流槽，经甲苯回流泵送入第一精馏塔顶回流。 第一精馏塔釜液含有 24%甲苯的肟溶液，经第二精馏塔进料泵提压后送入第二精馏塔， 减压下塔釜得到产品肟，流入肟缓冲槽，经重排进料泵抽出送己内酰胺装置重排工序。塔顶得到含肟的甲苯经甲苯肟冷却器冷凝冷却送入甲苯再生工序。3.2.3.7 甲苯再生系统 甲苯脱肟塔进料为第二精馏塔塔顶含肟产品，经泵提压送入该中部，从塔顶蒸出甲苯、环己酮及环己醇馏份，塔釜为含少量甲苯的环己酮肟，通过位差送回第一蒸馏塔塔 釜，重新进行蒸馏。从塔顶蒸出的甲苯环己酮馏份，经冷却靠位差自流至回流罐，不凝气体接至第二精 馏塔塔二级冷却器入口，实现与真空系统的连通。塔顶液体经回流泵提压，一部分在流 量控制下作为塔回流，其余在回流罐液位控制下送入甲苯脱酮塔。为减少肟的损失以至 于凝固堵塞后续系统，甲苯脱肟塔原则上应保证塔顶馏份中肟含量不高于500PPm。甲苯脱酮塔为常压操作，采用填料，目的是脱除甲苯中的环己酮和环己醇等比甲苯 重的组份，防止其在系统内累积。塔顶采用恒回流控制，塔釜采用灵敏板温度控制，保 证塔釜环己酮馏份中甲苯含量不高于0.5%。来自甲苯脱肟塔塔顶的组份送入塔中部，从塔顶蒸出甲苯，经塔顶冷凝器冷却到 45左右，自流至回流罐，经回流泵提压，一部分作为塔回流，其余在回流罐液位控制下送至甲苯储罐。塔釜物料为环己酮、环己醇馏份，靠位差经脱酮塔底出料冷却器冷却后 自流入流醇、酮储罐，间断用醇酮输送泵将醇酮送至环己酮装置。氨肟化工艺流程见图3-5。3.2.4己内酰胺工艺流程3.2.4.1环己酮肟重排和中和结晶 重排反应采用多段重排流程。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应，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 去反应热，保持重排罐内的反应温度维持在 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的中和结晶反应器，过量的SO3与 H2SO4进行中和反应生成硫铵，经滗析器分离，己内酰胺水溶液用泵送至粗己水溶液缓 冲罐内，再经己内酰胺泵送入己内酰胺萃取塔进行萃取。贝克曼重排反应:中和反应3.2.4.2 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，利用己内酰胺水相与油相的溶解度差异进行逆流萃取。为使在粗己内酰胺得到较好的萃取，己内酰胺萃取塔设置为特殊结构的“转盘塔”，借助于装在塔中垂直轴上旋转园盘的转动，使己内酰胺分散，以获得萃取所要求的细小液滴。把浓度约为70%的己内酰胺水溶液从水相萃取至油相，形成浓度约为 20%（wt）的苯己溶液，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，含有不溶于苯的杂质残液，从己内酰胺萃取塔底分离出来，送入冷凝液汽提塔中，冷凝液汽提塔底部的再沸器中通入蒸汽，通过加热方式，使残存在残液的少量溶剂和水分离出来。冷凝液汽提塔底的废液由冷凝液汽提塔出料泵送出界区处理。（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液中，可使己内酰胺与油溶性杂质分离。苯己贮罐中分离出一股含有硫铵的水溶液，这股水用釜液泵抽出送硫铵装置回收硫 铵。分离硫铵后的苯己溶液仍含有少量的水，经反萃取塔进料泵抽出，通过聚结器后进 入脉冲式反萃塔的底部。来自蒸发系统的工艺冷凝液加入到反萃塔顶，两相逆流接触，己内酰胺被反萃到工艺冷凝液中。为了获得所需规格的苯己液滴，反萃塔采取特殊脉冲结构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，工艺冷凝液为连续相。从工艺冷凝液缓冲罐来的工艺冷凝液在进入反萃取塔前，先经过冷却器却至 40左右。反萃取塔顶的苯与水己溶液的界面靠排出塔底的己水溶液量进行调节。含油溶性杂质的有机溶液从反萃取塔塔顶靠重力流入苯泵槽。然后用苯出料泵送回苯贮罐。（3）溶剂汽提 油相中的己内酰胺被萃取到工艺冷凝液后从反萃取塔底排出，这时己内酰胺溶液的浓度约为30%（wt），排至苯汽提塔继续去除己水中微量苯。己内酰胺水溶液经过苯汽提塔换热器，苯汽提塔预热器后温度加热到 93送入苯汽提塔，经汽提可达到去除己水中微量苯的目的。在塔底加热器的作用下，苯汽提塔顶操作条件为温度96，塔底为103。汽化的微量苯从苯汽提塔顶排出，含苯的水蒸汽经冷凝液汽提塔进料顶热器和冷凝 液汽提塔后冷凝器冷凝后，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，苯再从分离器流入苯泵槽并循环到苯贮罐。苯水分离器底部的水相排入冷凝液汽提 塔。冷凝液汽提塔的塔底产物经冷凝液汽提塔出料泵送出界区。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，进入离子交换系统的己-水溶液缓冲罐。（4）溶剂蒸馏 经过上述步骤后，用于萃取己内酰胺的苯与用于杂质萃取的苯溶剂均含有一些油溶性杂质，为了避免溶剂中杂质含量过高，溶剂须通过蒸馏方法进行连续净化。从反萃取塔、杂质萃取塔及溶剂水分离罐来的苯自流入苯泵槽，经苯出料泵输送至苯贮槽，在苯贮槽分出的水送至苯水分离罐。苯贮槽上层的苯溶剂，用苯泵送入苯蒸馏塔，精制后的洁净苯溶剂，经过苯蒸馏进料加热器、苯蒸馏冷却器，流入苯泵槽，用苯出料泵打至己内酰胺萃取塔、杂质萃取塔用于己内酰胺和杂质的萃取。在苯蒸馏塔中，经加热器加热蒸发，塔顶得到所需要的清洁苯溶剂，塔釜留下的肟、 己内酰胺、环己酮及缩合产物等重组分化合物，通过测定塔底部的温度，如果塔底温度 太高，表明蒸发的溶剂受污染的危险性增大，此时须用残液泵将残液送出界区。3.2.4.3 离子交换 萃取工序中苯汽提塔来的己内酰胺水溶液，首先经离子交换进料泵输送至离子交换进料冷却器，冷却至 45左右后进入离子交换塔中。使用离子交换塔的目的是为了保证 己内酰胺产品质量。阴离子和阳离子交换吸附树脂，主要去除残存于己内酰胺水溶液中的NH4+、SO42-等微量离子及己水溶液中部分有机杂质，对己内酰胺水溶液进行提纯。为保证装置的正常运行，设有两套离子交换吸附设备。其中一套运行时，另一套处于再生或备用状态。己水溶液送入装有阴离子交换树脂的离子交换器，溶液自上而下流经后，再流入装有阳离子交换树脂的离子交换器中，液体是自上而下流过该塔，然后进入另一个阴离子交换树脂的离子交换器。流经三个离子交换器后，己内酰胺经过滤器送入高位槽。设置过滤器的目的是过滤残留在己内酰胺溶液中极细的树脂颗粒，高位槽的安装位 置应使得离子交换系统的静压任何时候都比再生液的进料压力高，这样可防止再生液进 入己内酰胺溶液中，己内酰胺水溶液从高位槽出来后，送至加氢装置。离子交换器的再生液收集在再生液收集槽中，部分用废水泵送出界区。部分再生液 经用碳酸钠中和后，用废水泵送到装置废水处理系统，进行集中处理。3.2.4.4 己内酰胺加氢己内酰胺加氢精制是在搅拌釜和磁稳定床中接力完成的。离子交换后的己水溶液经进料预热器和加热器加热至90后，与催化剂配置槽送出的催化剂混合后进入搅拌加氢反应釜中。加入氢气和己内酰胺，在搅拌和催化剂作用下发生加氢反应，加氢反应在温度90、压力1.0MPaG 的条件下进行。经过一定时间的加氢反应，富含氢气和催化剂的己内酰胺水溶液从搅拌反应釜流入磁稳定床，经过入口分布器和分布板，加氢液体缓和、均匀地进入磁稳定床的催化剂床层区，催化剂受磁场和流体的作用，聚在一起，催化剂在磁稳定床层处浓度迅速提高，在此己内酰胺水溶液中的杂质与饱和氢气发生深度加氢反应。反应后的己内酰胺水溶液从磁稳定床顶部流出，经过过滤器过滤掉催化剂颗粒，送后续工序精制处理。磁稳定床层的下部的催化剂固液由分离器初步分离液固后，流入催化剂沉降罐进一步液固分离。催化剂沉降罐分离得到的清液溢流到催化剂过滤加料罐，返回系统继续参加反应。催化剂沉降罐底部的沉降物收集到一定数量后，经己内酰胺水溶液的反复冲洗，再用脱盐水冲洗后，从沉降罐底部出口排到运输槽车或低槽中，回收的催化剂送催化剂制造厂回收利用。3.2.4.5 蒸发从加氢系统出来的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组成。浓度为30%的己水溶液送入一效蒸发塔浓缩至约为38%，二效蒸发塔水己溶液浓缩到大约53%，三效蒸发塔浓缩至90%。 为改善蒸发水的质量，三个蒸发塔都设有回流，回流来自冷凝缓冲罐的冷凝液，冷凝液缓冲罐中的部分冷凝液也用作苯-己溶液反萃塔的萃取剂。预蒸馏：把三效蒸发后的己内酰胺水溶液送入闪蒸罐蒸发器，受热后后己水溶液在 闪蒸罐内闪蒸，闪蒸后的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，水分快速蒸发，预蒸馏塔塔釜己内酰胺溶液的浓度升至 99.9%，塔顶含低沸点的杂质经蒸汽喷射泵抽吸后送入杂质萃取塔回收有效成分。精馏：来自预蒸馏塔的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 内酰胺精馏冷凝器组成，其操作压力为约0.5KPa.A。己内酰胺精馏塔蒸发器的进料液浓度约70%，于118左右的温度下蒸发，所得的纯顶部产物在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的一样，约有进料液70%的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。大约70%的残液在这里蒸发，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。残液蒸馏分离器的底部产物排入己内酰胺残液槽。三个己内酰胺精馏塔为真空操作，其真空环境由己内酰胺精馏塔真空系统维持。