宝瑞德-03-工程分析112-修改建议gjl

1、第三章 工程分析3.1 50t/a唑啉酮酯项目工程分析3.1.1产品概况化学名称：唑啉酮酯英文名：2-(4-chloro-2-fluorophenyl)-4-(difluoromethyl)-5-methyl-2,4-dihydro-3H-1,2,4-triazol-3-one化学结构式：分子量： 277.63性状：棕色或褐色粘稠液体。产品质量：棕色或褐色粘稠液体，有效成分含量80%。主要用途：用于生产除草剂唑酮草酯。产品方案：50t/a唑啉酮酯项目，各主体生产装置为24小时/天间歇运转，生产实行四班三运转制。3.1.2原辅材料消耗和生产设备唑啉酮酯生产过程主要原辅材料及资源能源消耗见表3-1

2、，唑啉酮酯主要生产设备情况见表3-2。表3-1 唑啉酮酯生产过程主要原辅材料及资源能源消耗序号物料名称规格包装存放点储存量(t)单批次投料量(kg)单批次消耗量(kg)单耗(t/t)年消耗量(t/a)1邻氟苯胺99.5%200kg/桶仓库25103.52103.520.7236.022乙醛水溶液40%200kg/桶仓库2692920.6432.023液氯99.5%1t/瓶仓库43074740.5125.54氰酸钠92%25kg/袋仓库31084.9284.920.5929.555乙腈99.5%储罐（40m3）罐区2560029.080.2010.126盐酸37%储罐（40m3）罐区38548.

3、65548.653.82190.947亚硝酸钠99%25kg/袋仓库3596960.6733.418亚硫酸钠99%25kg/袋仓库35370.5370.52.59128.939亚硫酸氢钠99%25kg/袋仓库353063062.13106.4910氢氧化钠99.5%25kg/袋仓库35154.31154.311.0753.7011次氯酸钠15.4%200kg/桶仓库26418.5418.53.35167.5612碳酸钾99%25kg/袋仓库3560.6160.610.4221.0913DMF99.5%储罐（40m3）罐区3045045.060.3115.6814乙酸99%200kg/桶仓库25

4、92.93840.5829.2315丙酮99.5%储罐（40m3）罐区251503.50.021.2216氟利昂2299.5%54.2754.270.3818.8917电耗1.5万kWh/t75万kWh18蒸汽20100019水耗37.551877.46表3-2 唑啉酮酯主要生产设备情况序号名称规格型号材质单位数量1反应釜500L台41000L台82000L台123000L台55000L台42冷凝器F=10m2搪瓷或石墨台14F=3m2玻璃台4F=20m2石墨台6F=30m2石墨台43真空计量罐500L搪瓷和PP台404真空机组360型（2000mm1200 mm1300 mm）RPP台205

5、薄膜蒸发器1000L搪瓷台26热风循环烘箱CTCIII台67压滤罐1000L台68降膜吸收塔600mm、H4000mm 、40m2PVC个39填料吸收塔BF-3 1400mm、H4600mm玻璃钢个210风机4A、5.5KW、2900r/min台411活性炭吸附罐HXF-60 2.4m2PVC个212各类泵台103.1.3生产原理该产品以2-氟苯胺为起始原料，经重氮化、还原、环合、氯化、氟甲基化等反应过程得到产品，总摩尔得率为47.51%。（1）、重氮化主反应：A1副反应：原料产物A1分子量g/mol111.1172.9169分子量g/mol158.5658.4436.02投入量kg10320

6、364目标产物理论产量kg146.99目标产物消耗量kg94.6062.0858.75目标产物实际产量kg13549.7630.67副产物及过程消耗量kg8.4140.925.25目标产物损失量kg0以2-氟苯胺（）为基准，重氮化反应转化率为97.3%，目标产物（A1）摩尔收率为91.84%。（2）、还原主反应：A2副反应：原料产物A2分子量g/mol158.56126.04104.0618.0136.4640分子量g/mol126.13240.12116.88投入量kg1352472041303.26140.77154.31目标产物理论产量kg107.39目标产物消耗量kg133.65106

7、.2487.7115.1830.7333.72目标产物实际产量kg101202.4098.52副产物及过程消耗量kg1.35140.76116.291288.08110.04120.59目标产物损失量kg5.31中和反应液中过量的盐酸：原料产物分子量g/mol36.4640分子量g/mol58.4418.02投入量kg109.92120.59生成量kg176.2254.29以氯化重氮盐（A1）为基准，还原反应转化率为99%，目标产物（A2）摩尔收率为94.05%。（3）、环合A3原料产物A3分子量g/mol126.1344.0565.0160.0474.43分子量g/mol193.1682.0

8、458.4436.02投入量kg10136.8859274.15目标产物理论产量kg154.68目标产物消耗量kg99.9934.9251.5447.6059.01目标产物实际量kg13565.0446.3328.55副产物及过程消耗量kg1.011.8833.4644.415.14目标产物损失量kg18.14以2-氟苯肼（A2）为基准，环合反应转化率为99%，目标产物（A3）摩尔收率为87.28%。（4）、氯化主反应：A4副反应：原料产物A4分子量g/mol193.1670.91分子量g/mol227.6236.45投入量kg13574目标产物理论产量kg159.08目标产物消耗量kg133

9、.6549.06目标产物实际产量kg12025.22副产物及过程消耗量kg1.3524.94目标产物损失量kg37.49以环合产物（A3）为基准，氯化反应转化率为99%，目标产物（A4）摩尔收率为75.43%。（5）、氟甲基化A5原料产物A5分子量g/mol455.24138.21172.93分子量g/mol555.26149.118.0144.01投入量kg1206054目标产物理论产量kg146.37目标产物消耗量kg118.836.0745.13目标产物实际产量kg11538.924.7011.49副产物及过程消耗量kg1.223.938.7目标产物损失量kg29.92以氯化产物（A4）

10、为基准，氟甲基化反应转化率为99%，目标产物（A5）摩尔收率为78.57%。3.1.4生产工艺流程描述（1）重氮化在500L反应釜中加入37%盐酸溶液，反应釜夹套通入冷冻盐水，然后在搅拌下先滴加2-氟苯胺，控制反应温度1525，滴加完毕后将反应液温度降至0，开始滴加40%亚硝酸钠，控制反应温度0-5，常压反应3h，得到重氮盐（A1），反应液直接用于下一步反应。反应过程产生的氯化氢废气进车间酸性废气处理系统处理，该酸性废气处理系统采用两级降膜水吸收塔和一级降膜碱液吸收塔的串联式组合吸收设备，碱液为氢氧化钠稀溶液。当水吸收液氯化氢含量达到15%左右时作为副产品稀盐酸出售，碱液吸收液盐分浓度达到10

11、%左右时去废盐回收系统蒸发除盐。除盐过程产生的污冷凝水和循环废母液去污水处理站处理。（2）还原在2000L反应釜中加入计量好的40%亚硫酸钠溶液和40%亚硫酸氢钠溶液，搅拌状态下滴加重氮化反应液，常压下控制反应温度在5560，滴加结束后再搅拌三十分钟，然后夹套内通蒸汽将反应液加热至90，常压下进行酸解反应3h，反应过程产生的氯化氢废气进车间酸性废气处理系统处理。反应结束后夹套内通入冷冻盐水降温至0，然后滴加50%氢氧化钠溶液中和反应釜内过量的酸，滴加结束后夹套内继续通入冷冻盐水降温至02，产品析出后送入压滤机压滤，滤饼用大量清水洗涤压滤后入烘箱干燥得2-氟苯肼（A2），滤液去废盐回收系统蒸发除

12、盐，除盐过程产生的污冷凝水和循环废母液去污水处理站处理。（3）环合在2000L反应釜中依次加入干燥后的2-氟苯肼、叔丁醇，然后滴加40%乙醛水溶液，控制滴加温度不超过40，滴加时间为0.5小时，滴加完之后再搅拌反应2.5小时，然后再加入33.5%氰酸钠溶液和乙酸溶液，在常压下进行环化反应，控制反应温度3035，反应6小时。反应结束后静置分层，下层水相去废盐回收系统蒸发除盐，除盐过程产生的污冷凝水和循环废母液去污水处理站处理。上层有机相浓缩脱溶并回收溶剂叔丁醇回用于生产，不凝气送入车间有机废气处理系统，该系统采用两级填料水吸收塔吸收，水吸收液定期送厂区污水处理站处理。脱溶产物送入烘箱进一步干燥，

13、干燥过程产生的尾气用冷凝器冷凝进一步回收溶剂叔丁醇，不凝废气进入上述车间有机废气处理系统，烘干后得到环合产物（A3）。（4）氯化在1000L反应釜中加入环合产物A3和乙腈，夹套内通蒸汽将反应液升温至55后开始通入氯气，控制反应温度在5560，通氯气时间约为6小时，反应过程中产生的废气用反应釜配套的冷凝器冷凝回流，氯化氢、氯气等不凝酸性废气送入上述车间酸性废气处理系统。反应结束后夹套内通冷却盐水将反应液温度降至20，然后将反应液送入压滤罐压滤，滤液蒸馏回收溶剂乙腈回用于生产，乙腈、氯化氢、氯气等不凝废气送入上述车间酸性废气处理系统处理，蒸馏釜残用容器盛装后暂存厂内危废暂存间，定期送有资质单位处置

14、。滤饼送入烘箱干燥，干燥过程产生的废气用冷凝器进一步冷凝回收溶剂乙腈，不凝废气送入上述车间有机废气处理系统处理。滤饼干燥后得到氯化产物A4。（5）氟甲基化在1000L反应釜中依次加入氯化产物A4、碳酸钾、DMF和丙酮，开动搅拌，夹套内通蒸汽缓慢升温，当反应液温度升至100时开始通入氟立昂（F22），保持温度在100110之间，常压下反应4h，反应过程中产生的废气用反应釜配套的冷凝器冷凝回流，DMF、丙酮等不凝废气送入上述车间有机废气处理系统。反应结束后反应釜夹套内通入循环冷却水水降温至80，然后将反应液输送至压滤罐进行热压滤，滤饼用容器盛装后暂存厂内危废暂存间，定期送有资质单位处置。滤液送入结

15、晶釜冷却结晶，然后送入压滤罐压滤，滤液蒸馏回收有机溶剂DMF和丙酮回用于生产，DMF、丙酮等不凝废气送入上述车间有机废气处理系统处理，蒸馏釜残用容器盛装后暂存厂内危废暂存间，定期送有资质单位处置。滤饼送入烘箱干燥，干燥过程产生的废气用冷凝器进一步冷凝回收溶剂，DMF、丙酮等不凝废气送入上述车间有机废气处理系统处理。干燥后得到氟甲基化产品唑啉酮酯（A5）。该车间产生的所有废气经酸性废气处理系统或有机废气处理系统处理后，再统一输送至活性炭吸附塔经进一步吸附处理，最后通过一根30m高排气筒排放。唑啉酮酯工艺流程及产污环节示意图见图3-1。重氮化G1-1还原G1-2压滤W1-1烘箱干燥G1-3环合G1

16、-4静置分层W1-2减压蒸馏G1-5烘箱干燥G1-6氯化G1-7减压蒸馏G1-8烘箱干燥G1-9氟甲基化G1-10热压滤S1-2结晶G1-11压滤减压蒸馏滤液滤饼烘箱干燥G1-12S1-3G1-13压滤滤液滤饼有机相蒸馏釜残滤液唑啉酮酯（A5）S1-1图3-1 唑啉酮酯工艺流程及产污环节示意图3.1.5产污环节分析废气污染源：重氮化反应废气G1-1，还原反应废气G1-2，还原反应干燥废气G1-3，环合反应废气G1-4，环合反应蒸馏废气G1-5，环合反应干燥废气G1-6，氯化反应废气G1-7，氯化反应蒸馏废气G1-8，氯化反应干燥废气G1-9，氟甲基化反应废气G1-10，氟甲基化结晶废气G1-1

17、1， 氟甲基化蒸馏废气G1-12，氟甲基化干燥废气G1-13。废水污染源：还原反应废水W1-1，环合反应废水W1-2。固体废物：氯化反应蒸馏釜残S1-1，氟甲基化反应热压滤固废S1-2，氟甲基化反应蒸馏釜残S1-3，以及原料废包装桶S1-4，原料废包装袋S1-5。噪声源：唑啉酮酯车间高噪声设备主要为反应釜搅拌机、压滤机、真空泵、热风循环烘箱鼓风机和引风机等。3.1.6物料平衡唑啉酮酯生产物料平衡见图3-2，唑啉酮酯生产溶剂平衡见图3-3，唑啉酮酯生产氯平衡见图3-4，唑啉酮酯生产氮平衡见图3-5，唑啉酮酯生产工艺水平衡见图3-6。重氮化2-氟苯胺：103.5237%盐酸：548.6540%Na

18、NO2：160G1-1HCl：0.15还原40%Na2SO3：617.540%NaHSO3：51050%NaOH：308.62G1-2HCl：0.12压滤W1-1NaNO2：5.25Na2SO3：140.76NaHSO3：116.29NaCl：324.5NaHSO4：202.40水：6502.8其他：12.46812.17812.021436.127304.46烘箱干燥2248.02171.45G1-3H2O：56.11115.34A1：101H2O：11.22其它：3.12环合40%乙醛：9233.7%NaOCN：25215.4%NaClO：481.5乙酸：92.93叔丁醇：270（回用：2

19、57.40）水：167G1-4乙醛：0.15乙酸：0.14叔丁醇：0.24静置分层W1-2乙醛：1.73叔丁醇：9.76乙酸：33.46NaOCN：33.46NaClO：15.14乙酸钠：65.04NaCl：46.33水：836.41其他：22.111063.44减压蒸馏冷凝G1-5乙酸：0.07叔丁醇：1.73乙酸：5.37叔丁醇：171.35回收溶剂1.80176.72178.52406.801355.430.531470.24228.28烘箱干燥137.76冷凝G1-6乙酸：0.04叔丁醇：0.87乙酸：3.56叔丁醇：86.05回收溶剂0.9189.6190.52A3：135其它：2.

20、76氯化乙腈：600（回用：580.92）Cl2：74774G1-7乙腈：0.53Cl2：24.58HCl：24.4549.83减压蒸馏冷 凝G1-8回收溶剂6.61613.41150.0乙腈：5.48Cl2：0.36HCl：0.77乙腈：552.42S1-1乙腈：12.78其它：40.1254.38763.4烘箱干燥冷 凝G1-9回收溶剂28.79乙腈：0.29乙腈：28.50121.21A4：120其它：1.21氟甲基化DMF：450（回用：405.87）丙酮：150（回用：146.5）K2CO3：60.61F22：54.27714.88G1-1021.22CO2：11.49DMF：0.0

21、3丙酮：1.00F22：8.7热压滤S1-239.51结晶814.87735.36G1-110.07DMF：0.04丙酮：0.03K2CO3：13.56KCl：22.0DMF：2.96丙酮：0.99压滤减压蒸馏冷凝DMF：366.74丙酮：126.33DMF：15.44K2CO3：7.64KCl：12.46水：4.7其他：33.35滤液滤饼775.29烘箱干燥203.65571.64G1-124.98S1-3DMF：39.13丙酮：20.17冷 凝G1-13回收溶剂0.659.359.9DMF：0.4丙酮：0.2DMF：3.70丙酮：1.28回收溶剂498.05493.0773.59产品143

22、.75A5：115DMF：21.56K2CO3：2.73KCl：4.46压滤滤液滤饼559.03有机相蒸馏釜残水洗压滤水：5227.89图3-2 唑啉酮酯物料平衡图（kg/批产品）唑 啉 酮 酯 合 成叔丁醇：270乙腈：600DMF：450丙酮：150叔丁醇：12.58乙腈：5.72DMF：4.14丙酮：2.49尾气处理系统叔丁醇257.4乙腈：580.92DMF：405.87丙酮：146.5回收废水废水废酸乙腈：0.53废气排放叔丁醇：0.02乙腈：0.05DMF：0.03丙酮：0.02乙腈：12.78DMF：15.44丙酮：0.99固废DMF：21.56产品唑 啉 酮 酯 合 成Cl：7

23、4尾气处理系统产品A5废水废水废酸废气排放Cl：14.69Cl：19.98Cl：0.22Cl：4.74固废Cl：34.37图3-3 唑啉酮酯生产溶剂平衡（kg/批）图3-4 唑啉酮酯生产氯平衡（kg/批）唑 啉 酮 酯 合 成N：335.346尾气处理系统产品A5废水废水溶剂回收废气排放N：21.54N：16.969N：0.023N：275.32固废N：21.494图3-5 唑啉酮酯生产氮平衡（kg/批）唑 啉 酮 酯 合 成原料引入5.395反应生成固废带走反应消耗蒸发消耗0.0150.0561.9020.1180.0057.339一次水：5.395废盐回收系统污水处理站图3-6 唑啉酮酯工

24、艺水平衡图（m3/批次）3.1.7污染物产排情况（1）有组织废气唑啉酮酯每天生产两批次，全年最少生产174天，共计需要生产348批，唑啉酮酯生产过程中各工艺环节有组织废气污染物产排情况见表3-3。表3-3 唑啉酮酯生产过程中各工艺环节有组织废气污染物产排情况编号污染物名称产生量治理措施去除率排放量排放方式最大速率kg/h产生量t/a最大速率kg/h排放量t/aG1-1HCl0.050.0522两级降膜水吸收+一级降膜碱液吸收+活性炭吸附99.6%2.010-42.0910-4间歇、3h/批、348批/a、1044h/aG1-2HCl0.040.041899.6%1.610-41.6710-4间

25、歇、3h/批、348批/a、1044h/aG1-3H2O/19.526直排0/19.526G1-4乙醛0.0170.0355两级填料水吸收+活性炭吸附80%3.410-30.007间歇、6h/批、348批/a、2088 h/a乙酸0.0230.04899.6%9.210-50.100间歇、6h/批、348批/a、2088 h/a叔丁醇0.040.08499.2%3.210-46.6810-4间歇、6h/批、348批/a、2088 h/aG1-5乙酸0.0140.02499.6%5.610-59.6010-5间歇、5h/批、348批/a、1740 h/a叔丁醇0.3460.60299.2%2.7

26、710-34.8210-3间歇、5h/批、348批/a、1740 h/aG1-6乙酸0.080.13999.6%3.210-45.5610-4间歇、5h/批、348批/a、1740 h/a叔丁醇0.1740.30399.2%1.3910-32.4210-3间歇、5h/批、348批/a、1740 h/aG1-7乙腈0.0880.184两级降膜水吸收+一级降膜碱液吸收+活性炭吸附99.2%7.0410-41.4710-3间歇、6h/批、348批/a、2088 h/aCl26.13512.81099.1%0.0550.115间歇、6h/批、348批/a、2088 h/aHCl4.0758.50999

27、.6%0.0160.034间歇、6h/批、348批/a、2088 h/aG1-8乙腈0.5481.90799.2%4.3810-30.015间歇、10h/批、348批/a、3480 h/aCl20.0360.12599.1%3.2410-41.12510-3间歇、10h/批、348批/a、3480 h/aHCl0.0770.26899.6%3.0810-41.07210-3间歇、10h/批、348批/a、3480 h/aG1-9乙腈0.0580.101两级填料水吸收+活性炭吸附99.2%4.6410-48.0710-5间歇、5h/批、348批/a、1740 h/aG1-10CO24.0004.

28、00DMF0.0079.7410-399.2%5.610-57.8010-5间歇、4h/批、348批/a、1392 h/a丙酮0.250.34899.2%2.010-32.7810-3间歇、4h/批、348批/a、1392 h/a氟利昂222.1753.02799.2%0.01720.0024间歇1392 h/aG1-11DMF0.0080.01499.2%6.410-51.1110-4间歇、5h/批、348批/a、1740 h/a丙酮0.0060.01099.2%4.810-58.3510-5间歇、5h/批、348批/a、1740 h/aG1-12DMF0.371.28899.2%2.961

29、0-30.010间歇、10h/批、348批/a、3480 h/a丙酮0.2560.44599.2%2.0510-33.5710-3间歇、5h/批、348批/a、1740 h/aG1-13DMF0.080.13999.2%6.410-41.1110-3间歇、5h/批、348批/a、1740 h/a丙酮0.040.07099.2%3.210-45.5710-4间歇、5h/批、348批/a、1740 h/a唑啉酮酯生产过程中有组织废气污染物产排情况汇总见表3-4。表3-4 唑啉酮酯生产过程中有组织废气污染物产排情况汇总编号排气量Nm3/h污染物名称产生源强治理措施去除率%排放状况排放参数排放方式浓度

30、mg/m3最大速率kg/h产生量t/a浓度mg/m3最大速率kg/h排放量t/aG13000HCl13844.1528.777两级降膜水吸收+一级降膜碱液吸收活性炭吸附99.6%5.540.0170.035H=30m=0.3T=25间歇Cl220576.17112.93599.1%18.510.0560.116间歇乙腈2120.6362.09199.2%1.670.0050.016间歇乙醛5.670.0170.0355两级填料水吸收80%1.133.410-30.007间歇乙酸150.0450.21199.6%0.061.810-40.101间歇叔丁醇186.670.5600.98999.2%

31、1.330.0040.004间歇乙腈19.30.0580.10199.2%0.154.6410-48.0710-5DMF1550.4651.45199.2%1.330.0040.014间歇丙酮1840.5520.87399.2%1.330.0040.007间歇氟利昂227252.1753.02799.2%5.80.0170.024间歇（2）无组织废气唑啉酮酯生产过程中，由于设备、管道密封不严，挥发性物质以无组织形式进入环境。唑啉酮酯生产无组织废气污染物排放情况见表3-5。表3-5 唑啉酮酯生产无组织废气污染物排放情况无组织排放源主要污染物排放量无组织排放源特征（m）Kg/ht/a一车间（唑啉酮

32、酯生产）HCl0.04190.0438L:60、W:15、H:6乙醛0.000050.0011乙酸0.00140.0065叔丁醇0.01730.0306乙腈0.02140.0677Cl20.06230.1307DMF0.01440.0449丙酮0.01710.027氟利昂220.02200.0306（3）唑啉酮酯工艺废水唑啉酮酯合成过程中还原反应和环合反应根据工艺需要，通过加入新鲜水、原料引入、反应生成、反应消耗、蒸发消耗、固废带走等一系列作用工程后，产生的废水量为7.339m3/批，该产品每天可生产两批，共计348批每年，废水总量为2553.972m3/a。主要污染物为PH、COD、氨氮、盐

33、和苯胺类。唑啉酮酯生产工艺废水污染物产生情况见表3-6。表3-6 唑啉酮酯生产工艺废水污染物产生情况 单位：mg/L 污染源名称编号废水量污染物源强m3/）m3/aPHCODBOD5氨氮总氮SS全盐苯胺类唑啉酮酯生产W1-17.5432262.90567631488204445200902531194W1-20.970291.00/7201415485442812977200/合计8.5132553.90/14198308368618732001058注*：唑啉酮酯为间歇生产，工艺废水间歇排放。按全年总生产规模的废水产生量除以全年工作时间（300天）折合得本项目平均每天废水产生量。（4）固体废

34、物唑啉酮酯生产固体废物处理处置情况见表3-7。表3-7 唑啉酮酯生产固体废物处理处置情况编号产污环节产生量（t/a）主要成分类别去向排放量（t/a）S1-1氯化反应蒸馏釜残18.92乙腈及反应过程产生的杂质HW04委托有资质单位处置0S1-2氟甲基化反应热压滤固废13.75碳酸钾、氯化钾及少量DMFHW040S1-3氟甲基化反应蒸馏釜残25.61碳酸钾、氯化钾、DMF及反应过程产生的杂质HW040S1-4原料废包装桶508个/a（10.67t）/HW49厂家回收0S1-5原料废包装袋0.72塑料、残留化工原料HW49委托有资质单位处置0（5）噪声产生及排放源强唑啉酮酯生产高噪声设备主要为反应釜

35、搅拌机、压滤机、真空泵、热风循环烘箱鼓风机和引风机等，其噪声值在70-95dB(A)。表3-8 唑啉酮酯生产噪声污染源情况噪声源位置序号设备名称台数（台）源强dB(A)治理措施设备源强车间外1m一车间1反应釜搅拌机247075车间隔声2真空泵1095减振3压滤机670车间隔声4 热风循环烘箱375减振，车间隔声5各类泵1085减振，车间隔声6风机385减振3.2 300t/a膦酰基丙氨酸项目工程分析3.2.1产品概况化学名称：膦酰基丙氨酸英文名：化学结构式： 分子量：245.64性状：无色透明液体，有刺激气味，其蒸气为催泪毒气。熔点-73.1，沸点138.6。相对密度（水=1）1.08；相对密

36、度(空气=1)3.52。产品质量：白色固体，有效成分含量95%，水分含量1.0%。主要用途：用于合成除草剂草铵膦。产品方案：300t/a膦酰基丙氨酸项目，各主体生产装置为24小时/天间歇运转，生产实行四班三运转制。该产品的生产与唑啉酮酯的生产均位于一车间，生产设备不共用，尾气处理系统共用。3.2.2原辅材料消耗和生产设备膦酰基丙氨酸生产过程主要原辅材料及资源能源消耗见表3-9，膦酰基丙氨酸主要生产设备情况见表3-10。表3-9 膦酰基丙氨酸生产过程主要原辅材料及资源能源消耗序号物料名称规格包装存放点储存量(t)单批次投料量(kg)单批次消耗量(kg)单耗(t/t)年消耗量(t/a)1甲基亚磷酸

37、二乙酯98%200kg/桶仓库2106006000.736220.82丙烯醛99%200kg/桶仓库210300241.370.29688.823氰化钠98%200kg/桶仓库352202200.27080.964氯化铵99%25kg/袋仓库3204004000.491147.25盐酸30%40m3储罐存储，全厂公用200020002.4537366氨水30%200kg/桶仓库2501013.571013.571.243737电耗0.5万kwh/t150万kwh8蒸汽515009水耗9.942981表3-10 膦酰基丙氨酸主要生产设备情况序号名称规格型号材质单位数量1反应釜2000L台3300

38、0L台185000L台82冷凝器F=30m2石墨台18F=20m2石墨台3F=30m2不锈钢台43真空计量罐1500L搪瓷和PP台214真空机组360型台205各类泵台103.2.3生产原理该产品以甲基亚磷酸二乙酯为起始原料，经加成、腈氨化、酸解等反应过程得到产品，总摩尔得率为79.8%。一、加成B1原料产物B1分子量g/mol136.1356.0618.02分子量g/mol164.1446.07投入量kg588297200目标产物理论产量kg708.99目标产物消耗量kg576.24237.3076.28目标产物实际产量kg694.80195.01副产物及过程消耗量kg11.7659.712

39、3.72目标产物损失量kg0以甲基亚磷酸二乙酯为基准，加成反应转化率为98%，目标产物（B1）摩尔收率为98%。二、腈氨化B2原料产物B2分子量g/mol164.1449.0153.49分子量g/mol190.1858.4418.02投入量kg694.80215.6241.59目标产物理论产量kg805.03目标产物消耗量kg673.96201.24219.63目标产物实际产量kg741.84239.9673.99副产物及过程消耗量kg20.8414.3621.96目标产物损失量kg39.04以加成产物（B1）为基准，腈氨化反应转化率为97%，目标产物（B2）摩尔收率为92.15%。三、酸解主

40、反应：B3副反应：原料产物B3分子量g/mol190.1872.9254.06分子量g/mol217.5953.5046.07投入量kg741.846001589.25目标产物理论产量kg848.71目标产物消耗量kg734.42281.60208.76目标产物实际产量kg750206.60177.91副产物及过程消耗量kg7.42318.41380.49目标产物损失量kg90.27中和过量盐酸：原料产物分子量g/mol：36.4635.05分子量g/mol：53.4918.02投入量kg：316.39304.07生成量kg：464.17156.29以腈氨化产物（B2）为基准，酸解反应转化率为

41、99%，目标产物（B3）摩尔收率为88.37%。3.2.4生产工艺流程（1）加成在2000L反应釜中依次加入计量的水、乙醇、丙烯醛、甲基亚磷酸二乙酯，反应釜夹套内通蒸汽，控制反应温度在7580，常压下加成反应6小时，反应过程中产生的乙醇、丙烯醛等废气经反应釜自带的冷凝器冷凝回流后不凝废气送该车间有机废气处理系统处理（与唑啉酮酯生产共用一套有机废气处理系统，由两级填料水吸收塔组成），反应结束后夹套内通循环冷却水将反应液降温至40左右，然后反应釜中缓慢送入负压，进行减压蒸馏脱去乙醇和丙烯醛等的混合物回用于生产，乙醇、丙烯醛等不凝气送上述车间有机废气处理系统处理，蒸馏残液（加成产物B1）用于下一步反

42、应。（2）腈氨化在2000L反应釜中加入上一步的加成产物B1，以及计量的氰化钠、氯化铵，开启搅拌，反应釜夹套内通蒸汽，常压下保持温度在5055左右进行腈铵化反应4小时，反应结束后夹套内通循环冷却水将反应液降温至30左右，然后输送至压滤罐压滤，滤饼用大量清水洗涤后压滤，合并滤液送次氯酸钠氧化池氧化处理该含氰废水，氧化处理后输送至废盐回收系统回收废盐，蒸发除盐过程产生的污冷凝水和循环废母液送厂区污水处理站处理，滤饼（腈氨化产物B2）直接用于下一步反应。（3）酸解在5000L反应釜中，加入上一步腈氨化产物B2以及计量的盐酸，开启搅拌，反应釜夹套内通蒸汽缓慢升温，保持8090酸解反应3小时，反应过程产

43、生的氯化氢、乙醇等废气经反应釜自带的冷凝器冷凝回流后，不凝废气送该车间酸性废气处理系统处理（与唑啉酮酯生产共用一套酸性废气处理系统，由两级降膜水吸收塔和一级降膜碱液吸收塔组成）。反应结束后夹套内通循环冷却水将反应液降温至25，然后将反应液输送至压滤罐压滤，滤饼用大量清水洗涤后压滤，合并滤液后首先用30%的氨水溶液中和，然后进行精馏回收乙醇回用于生产，不凝气送上述车间有机废气处理系统处理，蒸馏残液送废盐回收系统蒸发除盐，蒸发除盐过程产生的污冷凝水和循环废母液送厂区污水处理站处理，滤饼送入烘箱干燥后即得到产品磷酰胺基丙氨酸（B3），干燥过程产生的水蒸气经管道收集后直接排放至车间外。磷酰基丙氨酸工艺

44、流程及产污环节示意图见图3-6。加成G2-1腈铵化压滤压滤W2-1酸解G2-3烘箱干燥G2-5中和减压精馏G2-4W2-2产品滤液减压蒸馏G2-2水洗滤液压滤压滤水洗滤液滤液滤饼图3-7 磷酰基丙氨酸工艺流程及产污环节示意图3.2.5产污环节分析废气污染源：加成反应废气G2-1，加成反应减压蒸馏废气G2-2，酸解反应废气G2-3，酸解反应减压蒸馏废气G2-4，酸解反应干燥废气G2-5。废水污染源：腈铵化反应废水W2-1，酸解反应废水W2-2。固体废物：原料废包装桶S2-1，原料废包装袋S2-2。噪声源：膦酰基丙氨酸车间高噪声设备主要为反应釜搅拌机、真空泵等。3.2.6物料平衡膦酰基丙氨酸物料平衡见图3-8，膦酰基丙氨酸生产氮平衡见图3-9，膦酰基丙氨酸生产水平衡见图3-10。加成甲基亚磷酸二乙酯：600丙烯醛：300（回用：58.63）乙醇：200（回用：200）水：200（回用：120）G2-1丙烯醛：0.49乙醇：1.4413001298.07腈铵化726.28压滤压滤W2-1NaCN：14.36NH4Cl：24.37NaCl：239.96水：3483.6