实习报告资料

1、、实习目的毕业实习是理论联系实际的重要课堂. 通过毕业实习,培养学生理论联系实际的作风,加深理解化工生产的根本原理、生产工艺过程与设备的根底理论、根底知识、生产过程的 设计与原理,培养学生化工生产技术经济分析与生产组织治理的水平,提升学习收集和整 理生产技术资料的水平和分析与解决问题的水平,进一步培养学生具有化工新产品、新工 艺、新设备、新技术的研究与开发的初步水平.二、实习要求1 .生在实习期间应积极贯彻和遵守党和政府的各项方针、政策和法令,严格遵守实习工厂的平安举措和各项规章制度,尊敬师傅、团结同学；2 .对具体的产品工艺要十分熟悉,操作手续,工艺指标清楚,数据齐全,对所涉及的设备构 造及

2、工作原理要有一定的了解；3 .绘制出车间布置及工艺流程草图.三、实习内容1 .公司概况中国石化巴陵石化己内酰胺事业部以下简称事业部是绽放在洞庭湖畔的一颗灿烂明珠,依靠不断地技术改造和技术创新,通过完善的质量 /环境/职业健康平安一体化治理 体系,提供一流的产品和优质的效劳,使事业部产品始终走在市场的前沿,生产的 “鹰王牌 "己内酰胺系列产品是深受用户喜爱的名牌产品.事业部由原鹰山石油化工厂的主业局部重组设立而成.有大型化工、化纤生产装置10余套,主要产品的生产水平为：己内酰胺 14万t/a、环己酮万t/a、尼龙-6切片万吨,是全 国最大的己内酰胺生产基地之一.事业部"鹰王牌

3、"己内酰胺、"鹰王牌"硫酸钱等连续多年获得“湖南省名牌产品"称号. 事业部坚持"以质量为尊严,创造顾客与企业的最大价值；以预防为宗旨,树立健康与平安 的企业典范；以环保为己任,追求人类与环境的和谐统一二全面推行质量、健康、环境、平安一体化治理,并通过了质量/环境/职业健康平安一体化治理体系认证."SINOPEC技术、王者风范".事业部"鹰王牌"己内酰胺生产装置引进荷兰 DSM公司 的HPO专利技术和国外关键设备,工艺技术和产品质量均到达当今世界先进水平.事业部先后攻克了己内酰胺生产过程中"历化塔

4、两头超标"、"催化剂失活等23项技术难关,解决 了己内酰胺生产废液处理这一国际性的难题, 开发了拥有自主知识产权的-SINOPEC技术, 在将自身装置产能从7万吨/年扩展到14万吨/年的同时,并带动国内己内酰胺产业跨越式 开展.事业部"鹰王牌"尼龙-6切片品质一流,用途广泛.生产装置为国内最大的生产装置之 一,聚合装置主要技术和设备从德国引进, 生产采用两段聚合、连续萃取、连续枯燥和DCS 集散系统限制,工艺技术具有当今国际先进水平.事业部还在常规切片根底上,独立开发 了具有国内领先水平的膜用切片,成为国内仅有的两家生产企业之一,填补了国内膜用生 产技术

5、空白,成功替代了国外产品的使用.事业部"鹰王牌"硫钱蛮声国内外,远销国内十多个省市、自治区,并出口东南亚等国家和 地区.事业部是国内首家采用钳触煤意酿自动氧化技术生产双氧水的厂家,"白蓉"牌双氧水于1995年、1998年、2001年、2004年连续荣获"湖南省名牌产品"称号.2 .己内酰胺简介己内酰胺的理化性质及主要用途己内酰胺caprolactam (简称CPL)分子式：CeHiiNO分子量：Ct 1 CHtCl 1 CIhC=CJ结构式：1-7一.一'己内酰胺是右氨基己酸H2N(CH2)5COOH分子内缩水而成的,又称e

6、-己内酰胺,它一种重要的有机化工原料,是生产尼龙一6纤维(即锦纶)和尼龙6工程塑料的单体,可生产尼龙塑料、纤维、及L-赖氨酸等下游产品.它常温下为白色晶体或结晶性粉末.熔点(CH)5CONH69 71C,沸点 139c (12 毫米汞柱)、122124c (665Pa) 130c (1599Pa) 165167c(2247Pa)比重：(70%水溶液),熔化热：g,蒸发热：g.纯己内酰胺的凝固点为C ,在760mmHg 时沸点为C, 85c下密度1010kg/m3.在20c水中溶解度为100g水溶解82g己内酰胺.受 热时起聚合反响,遇火能燃烧.常温下容易吸湿,有微弱的胺类刺激气味,手触有润滑感

7、,易溶于水、甲醇、乙醇、 乙醴、石油烧、环己烯、氯仿和苯等溶剂.受热时易发生聚合反响.己内酰胺(CPL)主要用于生产聚己内酰胺纤维树脂,广泛应用在纺织、汽车、电子、机械等领域.己内酰胺的生产工艺现状经过多年的开展,己内酰胺的生产有多种技术和原料路线,按技术方法分主要有环己酮-羟胺法、甲苯法、环己烷光亚硝化法等,按原料路线方法分主要有苯法和甲苯法两种.HSO工艺苯法194科,德国公司BASF公司的前身最早实现了以苯酚为原料的己内酰胺工业化生产, 该工艺称为拉西法Raschig又名环己酮-羟胺HSO工艺.生产工艺流程为：苯酚加氢制得 环己醇,环己醇脱氢制得环己酮.由于石油化工工业的开展,提供了大量

8、价廉的苯,采用 苯为原料成为占主导地位的生产工艺,苯加氢制得环己烷,环己烷氧化制得环己酮.氨与 空气催化氧化制NO2,用NH43PN4吸收NO2得NH4NO2,用NH4NO2吸收NH3及SO2生产 羟胺二磺酸盐,水解得硫酸羟胺.环己酮和硫酸羟胺反响生成环己酮历,环己酮历在发烟 H2SQ催化作用下经贝克曼 Beckmann重排得己内酰胺,再用 NH3 - H2O中和多余的发烟 H2SQ而生成NH42SO4.日本宇部兴产公司是采用 HSO工艺技术的最大己内酰胺生产商,现生产水平为365kt匕1, 占世界己内酰胺总生产水平的,生产装置分布在日本、西班牙和泰国.该工艺技术成熟, 投资小,操作简单,催化

9、剂价廉易得,平安性好.但主要缺点是：1原料液NH3-H2O和H2SQ消耗量大,在羟胺制备、环己酮历化反响和贝克曼重排反响过程中均副产大量经济价 值较低的NH42SO4,每生产1t己内酰胺大约会副产NH42SO4,副产NH42SO4最多；2能耗 水、电、蒸汽高,环境污染大,设备腐蚀严重,三废排放量大.特别是NH,2SQ副产高限制了 HSO工艺的开展.SNIA工艺甲苯法意大利SNIA公司开发的SNIA工艺是唯一以甲苯为主要原料的己内酰胺生产工艺.该 工艺又称为甲苯法,是将甲苯氧化制得苯甲酸,加氢制得苯甲酸,接着与亚硝酰硫酸反响 生成己内酰胺硫酸盐,己内酰胺硫酸盐再经水解得到己内酰胺.在SNIA工艺

10、制备己内酰胺中,含己内酰胺60%左右的酰月$油先经NH3H2O苛化,然 后经甲苯萃取、水萃取制成30%的己内酰胺水溶液.己内酰胺水溶液经KMnO4氧化和过滤、 三效蒸发、脱水浓缩、预蒸储、NaOH处理和蒸储、轻副产物蒸储和精储、重副产物蒸储 和精储等精制过程,才能得到符合标准的纤维级己内酰胺成品.199时,中国石化石家庄化纤责任采用意大利 SNIA公司甲苯法生产技术,耗 资35乙元,建成一套生产水平为50kt a-1的己内酰胺生产装置,200所与中国石化科学研究 院合作开发并应用非晶态锲催化剂引入苯甲酸加氢反响系统局部取代Pd/C催化剂以及己内酰胺水溶液加氢取代 KMnO 4工艺技术,将生产水

11、平扩建到70kt a-1.尽管SNIA工艺为己内酰胺生产提供了新的原料路线,采用甲苯为原料,不经过环己酮 历直接生产己内酰胺,但酰胺化反响过程条件苛刻,收率较低,生成的副产物成分复杂, 每生产1t己内酰胺副产(NH 4)2SO4.而且工艺精制过程存在流程长、工艺限制复杂、能耗大、 产品质量不稳定、优级品率低的问题,投资大,生产设备高度专业化,难以转换用途.基 于生产本钱高、(NH4)2SO4副产品量大、影响己内酰胺质量的副产物多的问题, 加之受SNIA 公司规模及开展战略影响,目前国外已无采用SNIA工艺的己内酰胺生产装置.BASF/Polimex-NO复原工艺(苯法)德国BASF公司和波兰P

12、olimex公司开发了 BASF/Polimex-NO复原工艺,对硫酸羟胺制 备进行了工艺改良：采用 NH3与纯O2催化氧化制得NO, NO在搅拌釜式反响器中,反响 温度40C、压力、H2SO4介质和Pt催化剂作用下被H2复原来制备硫酸羟胺.环己酮质生产 采用二段逆流历化流程,进料环己酮萃取质化硫钱中的有机物后再进入历化反响系统.在 历化过程中每生产1t环己酮质(中间产品)会副产(NH4)2SO4, (NH4)2SO4溶液中的环己酮用蒸汽气提回收后返回反响系统.反响生成的环己酮历经过饱和浓度的硫钱母液枯燥脱水.环 己酮历在发烟H2SO4催化作用下经两级串联贝克曼重排器制得己内酰胺,用气氨在真空

13、条 件下进行中和反响,并利用反响热蒸发局部水分,同时 NH42SO4结晶从母液中别离出来. 己内酰胺精制过程有萃取、蒸储,流程较短.该工艺可以预防羟胺制备过程中生成NH42SO4, 因而该工艺技术被迅速推广,BASF公司也成为目前世界上最大的己内酰胺生产商,现生产水平为1015kt si1,占世界己内酰胺总生产水平的 ,生产装置分布在美国、德国和比利时.BASF/Polimex-NO复原工艺技术生产的缺点：投资大、工艺路线长、工艺限制过程复杂、 生产本钱高,而且随后的历化和重排反响中仍会生产 NH 42SO4oDSM-HPO工艺苯法荷兰DSM公司开发的HPO工艺以羟胺磷酸盐替代羟胺硫酸盐与环己

14、酮在甲苯体系中进 行历化反响生成环己酮历,通过无机工艺液和有机工艺液两大物料循环系统的分合,将羟 胺制备和环己酮历化及相关的物料别离净化结合在一起,形成了物料平衡性能良好的闭路 循环体系.无机工艺液将 HNO3的合成、羟胺的合成和环己酮历的合成构成了一个无机回 路.有机工艺液那么构成了环己酮进一步转化、质别离和无机工艺液净化的有机回路.环己 酮历在含SC3,浓度10%的发烟H2SQ催化作用下发生贝克曼重排反响制得己内酰胺.精制 过程有萃取、离子交换、加氢、三效蒸发、蒸储等.目前,DSM公司总生产水平为615 kt-a-1, 占世界总生产水平的,分别在荷兰、美国和中国大陆建有2家独资企业和1家合

15、资企业.尽管HPO工艺在传统液相烟酸贝克曼过程中仍会生产 NH42SO4,但在羟胺制备、环己 酮历化反响中不副产NH42SO4oH2O2氨质化工艺苯法H2O2氨质化-气相重排工艺 意大利Enichem公司开发了环己酮与NH3、H2O2在新型钛硅 分子筛TS-1崔化作用下高选择性直接反响制备环己酮历氨质化工艺.该工艺实现工业应用解决的关键问题包括：催化剂和相应工艺形式的优化和确定、碱性反响介质中分子筛骨架 硅流失的抑制、昂贵分子筛的高效再生技术以及新工艺过程的工程放大问题等.日本住友 化学公司工业化了环己酮质气相贝克曼重排反响的新工艺,通过一种专有的高效SiO2沸石催化剂代替H2SO4,预防了N

16、H4£O4生成.在气相下,和380c在流化床中进行贝克曼重排 反响,把甲醇与环己酮历以1: 1质量比混合,以提升催化剂的选择性,甲醇可循环使用, 环己酮匹的转化率到达99%,己内酰胺的转化率达95%以上.市场分析己内酰胺是重要的有机化工原料之一, 主要用途是通过聚合生成聚酰胺切片 通常 叫尼龙-6切片,或锦纶-6切片,可进一步加工成锦纶纤维、工程塑料、塑料薄膜.尼龙 -6 切片随着质量和指标的不同,有不同的侧重应用领域.世界己内酰胺的消费结构为：工程 塑料和食品包装膜占总消费量的 25%,尼龙6纤维占总消费量的75%.在尼龙6纤维的消 费量中,民用丝包括运动服、休闲衣、袜子等的消费量

17、占47%,地毯的消费量占30%, 工业丝包括帘子布、渔网丝等占 23%.在我国,尼龙6纤维己内酰胺总消费量的以 上,尼龙6工程塑料占以上,其它方面的消费量不大,约占 .近年来,世界己内酰胺的生产水平稳步增长.根据统计,截止到 2021年底,全世界己 内酰胺的总生产水平到达万吨,巴斯夫、帝斯曼和霍尼韦尔是目前世界上的三大己内酰胺 生产厂家,生产水平分别占全球总水平的 、和.我国己内酰胺的工业生产始于 20世纪50年代末期,但直到1994年我国引进的两套大型己内酰胺装置建成投产,才使国内己内酰胺的生产得到较快的开展.目前我国有中石化 巴陵分公司、南京帝斯曼DSM东方化工、石家庄化纤责任以及浙江 巨

18、化集团公司4家企业生产己内酰胺,总生产水平为万吨/年.除了中石化石家庄化纤有限 责任公司的装置采用甲苯法外,其余装置均采用苯法生产工艺.从我国生产与消费情况来看,随着生产水平的不断增加,我国己内酰胺的产量也不断 增加.2000年国内总产量为万吨；2003年产量突破20万吨,到达万吨；2004年增长到万 吨；2005年由于南京帝斯曼东方化工有限责任公司进行扩能改造,使全国总产量减少至万 吨；200g 2005年产量的年均增长率为 .2006年产量进一步增加到万吨,比 2005年增长 Z%0 20012006年产量的年均增长率约为 .尽管我国己内酰胺产量增长较快,但仍不能满足需求,进口不断增长.据

19、统计, 2000 年进口万吨；2001年进口万吨,约占当年国内消费量的 ;而到了 2021年,进口量翻倍到 了万吨,呈现连年增长的趋势.据化工在线统计,2001年我国己内酰胺表观需求量为万吨,2005年到达万吨,2006 年进一步增加到万吨,同比增长约 %, 20012006年表观需求量的年均增长率约为 .鉴于己内酰胺市场需求强劲,价格一直在高位运行,盈利空间较大,国内不少生产企 业正准备新建己内酰胺装置.2021年1月浙江恒逸投资40亿元,在杭州萧山临江工业园区 新建年产20万吨己内酰胺装置,方案于 2021年年初建成.江苏骏马化纤集团是 我国最大的尼龙6纤维生产公司之一,拟向上游开展,方案

20、投资亿元在江苏张家港市新建 一座20万吨/年的己内酰胺工厂,拟采用比利时 DOMO公司的工艺技术,以苯酚为原料, 建设周期：2021年-2021年.目前浙江三鼎控股集团有意介入己内酰胺产品行业,准备在宁波北仑区投资建造年产50万吨己内酰胺的工程,现处于对此工程进行可行性论证阶段.未来几年,日本、西欧和美国等己内酰胺市场需求增速将低于年均 2%的水平,而亚洲 国家不包括日本的己内酰胺需求增速有望到达年均 4%,拉美国家需求增速那么将达 到年均6%7%0预计今后几年,世界己内酰胺的需求量将以年均 的速度增长,预计未来 5年己内酰胺的需求量将以年均 的速度增长,到2021年总需求量将到达532万吨.

21、亚洲 和拉丁美洲的增长尤其迅猛,将成为全球市场的引领者.近年来,我国己内酰胺主要用于生产尼龙 6纤维锦纶6和尼龙6工程塑料.依据我国锦 纶行业的开展规划,预计到 2021年对己内酰胺的总需求量将突破 90万吨.目前,我国尼 龙6工程塑料主要用于交通运输、电子电器、纺织工业以及薄膜等.预计今后几年我国尼龙6工程塑料对己内酰胺的需求量将以年均 10%的速度增长,预计2021年对己内酰胺的需求量将到达12万吨.依据我国锦纶行业开展规划,加上其他方面的需求量,预计 2021年 国内市场对己内酰胺的总需求量将到达约 104万吨,市场缺口仍有30%以上.3工艺流程制氢装置环己酮车间制氢装置是以石脑油为原料

22、,采用脱种、脱硫氯除去石脑油中的有害杂质,然后与过热蒸汽混合,经预转化反响生成甲烷等有机物, 经转化炉对流段加热至500C,在 总水碳比以上780c的温度下转化为大局部的氢气和剩余的甲烷, 以及二氧化碳、一氧化碳. 转化气中的一氧化碳采用中温变换和低温变换转化为二氧化碳和氢气,变换气中的二氧化 碳采用苯菲尔特溶液脱碳法予以脱除,粗氢气中的剩余二氧化碳和一氧化碳经甲烷化反响 精制,以纯度为% 干基以上的工业氢直接提供给苯加氢,另一局部工业氢送至变压吸附装置提纯至以上供羟胺质化装置使用.制氢装置扩能改造后的生产水平达 1850标m3/h工业氢.正常生产时,供苯加氢装置 约8500标m3/h,变压吸

23、附10000标m3/h,另外有少量氢气供己内酰胺装置使用.苯加氢装 置的尾气经过压缩机返回至脱硫入口,一方面可回收尾气中的氢气和甲烷,另一方面可提 供钻铝加氢反响的氢气.变压吸附提升羟胺用氢的纯度,见笑了羟胺反响的尾气,变压吸 附的解吸气经甲烷压缩机送至转化入口,作为制氢的原料.本装置采用了 DCS限制系统,使制氢的生产稳定,平安可靠,操作灵活.本装置各种 催化剂都已国产化,催化剂升温复原流程单独进行,大局部的催化剂可在不停车的情况下 进行更换和升温复原.本装置分为脱毒、预转化和转化、脱碳、压缩、司炉以及变压吸附等六个局部.脱毒工序来自原料罐区的轻油进入轻油罐T3001,经轻油泵P300.加压

24、后,与来自氢气循 环压缩机K3501A/B的氢气或来自尾气压缩机K3501C的苯加氢尾气混合进入轻油加 热炉,温度约 400c的轻油、氢混合气依次进入钻铝加氢反响器R3002、脱硫反响器R3003A/B/C 分别将原料轻油中的种和硫氯脱至小于1ppb和后,送至预转化工序.预转化和转化工序由脱毒处理的合格轻油气体,按H2O/ !2C=的比例添加过热蒸汽进入预转化反响器, 在400490c生成大量的甲烷、局部氢气、二氧化碳和少量一氧化碳,与甲烷压缩机回收 的变压吸附解吸气尾气以及汽包来的饱和蒸汽和过热蒸汽混合在总水碳比经转化炉对流段的原料气加热到500520c左右,然后进入转化炉F3001的辐射段

25、转化管进行转化反 应,从转化管出来的约780C,甲烷含量为 V的转化气进入转化气锅炉E3001回收 热量,并副产中压饱和蒸汽.该副蒸汽与转化炉对流段副产蒸汽额中变锅炉副产蒸汽一并 由汽包V3001进入转化炉对流段的蒸汽过热到 420C ,过热蒸汽一局部减压后配入原料 气中入转化管,其余一局部去预转化,一局部去预转化出口原料气中入转化管变换工序由转化气锅炉出来的温度约为 370c的转化气进入中变炉R3004进行变换反响,反 应后的温度约400C, 一氧化碳含量为% V的中变气一次通过中变气一一甲烷化换热器 E3002,中变气废锅E3003和中变气锅炉水加热器E3004使中变气温度降到200c 后

26、进入低变炉R3005A/B,进行低温变换反响.中变气的热量分别用于加热脱碳气,副 产中压饱和蒸汽压和加热锅炉水,由低变炉出来的温度约为210C,一氧化碳含量为V 的低变气一次通过低变气锅炉水预热器E3005和低变气更沸器E3008时,低变气温 度降至127c后进入脱碳吸附塔C3001.低变气的热量分别用于加热锅炉水和苯菲尔溶液.脱碳工序由变换来的低变气一次通过经低变器锅炉水预热器和低变气再沸器后,温度降至127c进入吸U塔C3002塔底,与来自塔上部和中部的苯菲尔溶液逆流相遇,以除去其中的二 氧化碳.脱除二氧化碳的粗氢从塔顶部出来进入净化气别离器S3003,别离后去甲烷化.P3003A/B和贫

27、液过滤器FI3002后进入吸收塔上部循环使经变压吸附装置的氢 气纯度到达%以上供羟胺装置使用.锅炉工序经甲烷化出来的纯度大于 92%的工业氢一路至苯加氢装置,另一路至变压吸附装置. 工业氢气在 40c下进入水别离器V3801去除原料中夹带水,再进入吸附塔T3801A-G 提纯,提纯后的氢气99%再进入产品氢缓冲罐V3803送至羟胺装置.变压吸附变压吸附系统的解吸气来自逆放、抽空步骤.解吸气逆放至解吸气缓冲罐 V3804, 再通过真空泵P3801抽空混合后至混合罐V3805,送至甲烷压缩机后直接送至转化入 口.苯加氢装置氢气的枯燥由制氢装置供来的氢气经氢气冷凝器冷却后,进入水别离器,别离出冷凝水

28、后与环己 酮精制装置送过来的氢气混合户再经枯燥器进一步用分子筛吸附脱水,然后进入氢气缓冲 器,混合缓冲后进入氢气压机.枯燥器中分子筛吸水饱和后,利用制氢装置开工压缩机, 将稳定塔、制氢装置的开工压缩机以及氢气枯燥器切换泄压时放出的气体进行循环利用, 以到达再生的目的.自制氢装置开工压缩机压缩后出来的气体经再生气加热器用高压蒸汽 加热后进入氢气枯燥器带出分子筛中水分,再经再生气冷凝器进行冷却,再生气冷却器用 冷却水冷却,经再生气水分别离器别离出水后送至制氢装置开工压缩机入口管,如此循环 利用.苯枯燥由原料送来的苯经过进料预热器进行初步加热,预热器为低压蒸汽加热,苯物料加热 至80c后进入苯枯燥塔

29、顶部,苯水混合物再枯燥塔内会产生闪蒸,苯水混合物由枯燥塔顶 部进入冷却器,冷却器内为循环水冷却,经过冷却后的物料流入苯水别离器,在此,苯水 别离,底部的水分由现场排出,苯那么由重力作用回流至苯枯燥塔的顶部.苯枯燥塔底部出 料至苯枯燥塔出料冷却器,冷却器内为循环水冷却,冷却后的苯物料进入苯槽和苯泵入口, 直接供苯加氢反响系统使用.苯加氢反响系统枯燥处理后的氢气经氢气压缩机压缩后,通入主反响器.苯从原料罐区供给,经苯干 燥塔枯燥后进入苯贮罐.经苯加料泵送入主反响器,回流经苯泵出口冷却器用冷水冷却后, 返回苯贮槽.主反响器中的液相物料从主反响器的底部经环乙烷循环泵送入锅炉给水换热 器的管程与其壳程内

30、锅炉水进行热交换后,返回主反响器,进行强制式循环.均相催化剂 HC402-2由专用槽车运来,然后用氮气压入催化剂槽,经催化剂泵打入主反响器的底部出 口循环管内,经循环泵锅炉给水换热器管程后进入主反响器.主反响器中的反响产物以气 相方式从主反响器的顶部引出,从装有固相催化剂LD-143的后反响器顶部进入,通过进一 步的加氢反响后从后反响器的底部出去进入锅炉给水预热器后进入中温冷却器后,45c左右的环乙烷气液混合物料进入第一别离器内进行别离,在第一别离器中,未凝的少量环乙 烷及过剩氢气以及其他情性气体进入尾气转换器,冷却到40C后再进入低温冷却器,经低温水在冷却后,进入第二别离器,在第二别离器中气

31、液再次别离,液相局部回流至第一分 离器中,气象局部作为冷剂进入尾气换热器,换热后排至制氢装置尾气开工压缩机,作为 制氢原料使用.锅炉水由街区外供来,经锅炉水给水预热器预热后进入汽包,然后再进入锅炉给水换热器中,与主反响器的循环物料进行热交换.锅炉给水以热缸虹吸方式进行循环汽化.汽 水混合物在汽包中别离,蒸汽送至脱庚烷塔的再沸器中作为热源使用.有第一别离器别离过来的液相环乙烷,在进预料热器和经过与稳定塔的再沸器底部流 出的环乙烷换热后进入稳定塔,在稳定塔中,环乙烷中的轻组份杂质被蒸出,具冷凝液相 局部回流入塔内,不凝气与尾气缓冲罐排除的尾气集合,送入燃料气管网.正常生产时,主反响器的外循环泵密封

32、油是笨泵直接供给的.非正常生产时,主反响 器的外循环泵所用的密封油是由第一步别离器底部管线引出环乙烷,经由密封油泵,少量 供到主反响器外循环泵的机械密封装置进入到泵内,进入反响器,大局部循环回到第一分 离器环己烷氧化高压装置装置状况及特点(1)装置状况环己烷氧化装置是己内酰胺事业部的核心装置之一,它的任务是以苯加氢装置来的环 己烷作为原料,生产环己酮产品供给质化装置作原料.环己烷氧化装置为引进装置,专业商为斯达米卡本公司,负责工艺包装设计,日本千 代田化工株式会社负责根底设计,兰州石油化工设计院负责详细设计.本装置土建工程由 省建五公司承当,安装由中石油五公司承当.九七年至九九年,氧化高压装置

33、进行了 “五 改七的改造,氧化高压装置氧化反响器的扩能由浙江大学提供技术,热回收、吸收系统 的扩能改造由天津大学提供技术,烷塔的改造由华东理工大学提供技术,巴陵设计院负责具体设计.二零零六年装置进行扩能改造,中石化工程公司负责氧化高压装置的改造设计.环己烷氧化按生产特点分为氧化高压和氧化低压两套装置.这一划分,仅仅是针对两套装置中大多数设备的相对操作压力而言的.氧化高压装置(也称 5H装置)的生产目的 是为了获得粗醇酮；氧化低压装置(也称 5L装置)是将粗醇酮经过一系列精制,获得环己 酮,并将另一有效组份环己醇通过脱氢转换成环己酮.本装置采用集散限制系统进行集中监视和限制.为了保证平安生产,根

34、据斯达米卡本 规定,界区内的平安联锁系统" SSS与DCS系统分开设计和安装,但“ SSS的重要阀门 的开关那么在DCS显示.本装置的工艺介质主要有：环己烷、环己酮、环己醇、氢氧化钠以及在氧化反响和分 解反响中产生的有机酸等.设备管道采用的材质：凡与有机酸介质接触的设备,氧化系统、分解系统的设备和冷 凝、吸收以及废碱液别离系统中的设备均采用 316L复合钢板,仅与环己烷、环己酮、环己 醇等无腐蚀介质接触的设备和管道均采用碳素钢.(2)装置规模环己烷氧化装置经改造后生产水平为年产 8万吨环己酮,装置要求到达“两年一修 的生产水平.(3)环己酮产品的技术规格分子式：C6H10O结构G)=

35、0分子量：化学特性：环己酮的结才式中,具有染基C=O,跋基中的碳氧双键由氧的2P轨道和碳 的SR杂化轨道重叠形成一个 键,两原子的2P轨道右侧面重叠成一个 键一起组成双键. C=O键能为17179千卡/摩,比两个C-O键的键能2X86千卡/摩还大,而酮分子的 染基,由于氧原子的电负荷性比碳原子大,故具有相当大的极性,对酮的某些化学性质起着决定性作用,具易与氢、氢氟酸、亚硫酸氢钠、格式试剂、羟胺、苯胺等物质起加成反 应,能发生醇、醛缩合反响.外观：无色透明油状液体,有丙酮气味.相对密度：相对密度：d4 ;屋；d；.； d.与空气的相对蒸汽密度：沸点：土 C熔点：-26C折光率：nD20粘点：15

36、 xiO3Pa. s; 30 xiO3Pa. S ; 659 x l0-3Pa - s比热：液体15-18C时gC0蒸发潜热：X KJ/Kg闪点：43c自然点：430C爆炸极B%表环己酮的溶解度水在酮中温度10C20C50Cwt%溶解度%酮在水中温度10C20C50C(wt%)溶解度%表环己酮的饱和蒸汽压温度C饱和蒸汽压Pa温度C饱和蒸汽压Pax 102x103x 102x104x 103x104X103x104x 103x104表 环己酮的质量标准(GB/T10669-2001)工程名称指标优质品一等品合格品色度(Hazen) (Pt-Co色 1525号)密度 g/cm3 (20C)在下储程

37、范围c153157153157152157水分m/m 酸度 以乙酸计一一纯度的质量分数%注：产品规格巴陵分公司规定供6000装置环己酮装格：环己酮纯度三%原辅材料规格及动力消耗定额表环己烷规格工程单位指标优等品一等品合格品外观在卜尤沉淀、无浑浊透明液体储程在压力下包12括C) <正烷姓mg/Kg <200500800颜色Pt-Co标0度101520密度g/cm3 (20C)苯mg/Kg <50100800非挥发物mg/100lm<1510总流量mg/Kg <125甲基划、戊烷mg/Kg <150400800甲基环己烷mg/Kg <200500800表氢

38、氧化钠规格工程单位限制指标分析方法氢氧化钠含量(m/m) %测定值DSM794碳酸钠含量mg/Kg<6000DSM794氯化钠含量mg/Kg<840贡量法氯酸钠NaClOs(m/m) %铁(FeOs)mg/Kg< 150比色法钙+镁mg/Kg<25原子吸收法硫酸盐以SQ计mg/Kg<700比浊法纯度% (m/m) >二氧化硅mg/Kg< 100-200分光比色法重金属重量Pbmg/Kg<30DSMcop206氯酸钠mg/Kg< 100MEROK表原辅材料及动力定额名称及规格单位每吨环己酮产品消耗定额环己烷*Kg1041液碱100% *Kg1

39、35铜锌催化剂Kg燃料KWH950高压蒸汽*T中压蒸汽*T低压蒸汽*T冷却水*T653电*KWH200氮气*M3120以上带*表示为环己烷氧化高压装置与氧化低压装置合计值.工艺限制指标表工艺限制指标工程指标单位R5420碱度Meq/gC5501塔顶温度10± 3CC5704小塔釜温度14 165CS5608Na 浓度三50ppmR5420相比±转化率3. 50±1%(mol)E5402加热器出口温度16g 170CR5411空气供给流量611 900Nm3/hR5412空气供给流量8831400Nm3/hR5413空气供给流量1391 2700Nm3/hR5414

40、空气供给流量2285 3500Nm3/hR5415空气供给流量3356 5200Nm3/h续表工程指标单位R5416空气供给流量450g 5500Nm3/hR5411R5416尾气含氧vo1%干基氧化反响系统压力PI5501MPa 表氧化反响系统压力PI5427MPa 表尾气总管含氧启动值vo1%氧化开车时通气含氧量vo1%1#反响釜温度165± 5C2#反响釜温度165± 53#反响釜温度165± 5C4#反响釜温度165± 5C5#反响釜温度15A 168C6#反响釜温度1567C6#反响釜液位LIC542650 70%C5401冷烷流量FIC540

41、190 130t/hC5402热烷FI572670 120m3/hC5401顶部温度TI540525 40C氧化反响器进料流量36g 480m3/hC5401塔釜液位0250± 20%S5701操作压力500± 20MPa 表C5701操作压力400± 20MPa 表C5702操作压力200± 20MPa 表C5705操作压力40± 20MPa 表C5706操作压力400± 50MPa 表C570120 35m3/hC5702 回20 40m3/hC5703回流量30 40m3/hC5701顶温143± 2C(续表)工程指标

42、单位C5701釜温156± 2CC5702顶温123± 3CC5702釜温125± 3CC5703顶温8595CS5601界面液位4565%S5602界面液位2050%空气机出口压力MPa 表E5409 出 口温度 TIC5489150CS5603#面液位1030%反响原理和生产方法(1)以环己烷制备环己酮的生产由两局部组成,即反响局部和精制局部.反响按其化学变化可气氛两个步骤： 环己烷氧化生成环己基过氧化氢：C6H12 O2 C6HiiOOH 环己基过氧化氢在碱性条件和钻催化剂条件下,分解成环己酮和环己醇：在氧化和分解反响进行的同时,同时也产生了酸、酯、醛以及其

43、它高沸点、低沸点的有机杂质.如：3AC6Hl0O 3O2HOOC(CH2)4COOH(己二酸)COOC6Hii_1_ _-A2c6H110H 202 HOOC(CH2)4COOH (CH2)4(己二酸酯)2H2OCOOC6Hii算的中和：COONaCOONa酯的皂化：COOC6H11COONa(CH2)4+2NaOH, 、 (CH2)4+2H2OCOOC6H11COONa(2)影响反响的主要因素环己烷氧化环己烷氧化过程是一个极为复杂的反响过程,影响这个反响的因素有温度、压力、转 化率、原料纯度等.a反响温度和压力的影响氧化反响温度与压力是互相有关,不可分割的.由于不同的压力下环己烷有不同的沸

44、点,而反响温度不可能高于该压力的沸点,因此可以说反响温度决定了反响压力.反响温度和压力的选择通常是：首先反响温度应该保证氧化反响的速度,保证反响器 中的耗氧率.在这个前提下,再选择操作压力.本装置氧化采用无催化空气氧化,因此温度是反响的一个重要条件.提升反响温度会 大大加快反响速度,但同时副产物也会增加.压力越高,尾气中环己烷分压越小,损失的环己烷也会越少,但设备的投资及维修费 用也会相应提升.反之压力过低,反响温度就要接近沸点温度,蒸发带出的热量大于反响 放出的热量,如要维持反响正常进行,必须外加热量,这对经济运行是不利的.本装置氧 化采用氧化反响温度155170C,反响压力,尾气含氧2%

45、(V).b反响转化率环己烷氧化反响的最大特点是低转化率,大循环量.反响开始后,最初产生的分子态 产物是过氧化物,然后才是醇、酮及酸和酯类.随着转化率的不断升高,醇、酮上升幅度 较大,过氧化物含量几乎不变,而酸酯类上升较慢.当到达一定的转化率时,酸和酯类含 量迅速上升,此时有用组分的收率就开始下降.因此,从提升收率的角度看,应该采用地转化率的方法,由于这时有用物在总产物中 的比例高.但是转化率低未反响的物料循环量加大,设备容量就要加大,为输送这些物料 所需能量及加热、冷却的能量均要增加.c环己烷纯度对反响的影响环己烷中存在的杂质,将影响反响的正常进行.这些杂质包括苯、醇酮、水及庚烷等. 正常的苯

46、加氢反响,苯完全转化为环己烷,如因特殊情况,造成大量的苯进入氧化过程, 将导致苯氧化生成焦油,特别在有酮等物质存在下,会加速苯的氧化.其原因是酮的氧化 诱导了苯的氧化.此外,苯还有抑制环己烷氧化的作用.因此,严格限制苯加氢产物环己 烷中苯的含量是极为重要的.要求烷凝固点?C.反响介质中醇酮进一步氧化,那么转变为酸,并且醇酮比环己烷更容易氧化,因此要按 规定严格限制烷蒸储工序储出液中的醇酮含量.醇和酮也是环己烷氧化的引发剂,少量醇、酮存在,可以缩短反响的诱导期.这是因 为它们被氧化成酸之前也会形成游离基,加快了环己烷氧化反响,故此,本装置氧化初开 车时,为缩短反响的诱导期,可采取加醇酮作引发剂.

47、环己烷中的正庚烷等要严格限制,由于正庚烷能与环己酮形成共沸物而带到己内酰胺 产品中,会影响到己内酰胺的挥发性碱.环己烷中的水份对反响也会有很大影响. 在氧化系统中限制水蒸气的分压对减少结渣, 延长运转周期有直接的影响,因此对环己烷应预先分出其中所夹带的水份,由尾气带出的 环己烷也应分出水后再返回氧化系统.d气泡运动对反响的影响气泡在液体中的运动速度是影响氧化反响的因素之一.一般认为,当气泡过小时,气 泡在液体中运动的速度慢,气泡外膜的更新速度也就慢,出于界面上的液体醇、酮的浓度就高,再接触发生深度氧化的可能性增加,酸的产率上升.如果气泡能迅速在液体中运动,那么外表能不断更新,反响生成物迅速转入

48、液相,使气 泡的界面上醇酮浓度不致于高出整个液体的浓度.本装置的氧化釜底部设置有同心环形分布器,空气从不同角度的小孔吹入,能够保证 很好的气液接触,同时,为了保证上升的气泡和液体能充分的混合,反响器都装有一台涡 轮式搅拌器,强化了气泡在液体中的运动.分解反响：a温度的影响：温度越高,分解反响速度越快,分解越完全,但同时,环己酮在碱性条件下的缩合也 相应增加.温度低,分解反响慢,反响不完全,适宜的分解温度要视工艺要求与特点进行 选择.实际操作中,要求其温度限制在 8595c之间.b碱度的影响：分解反响是在碱性条件下进行的,碱度要使环己基过氧化氢充分分解,得到环己酮和 环己醇,碱度过低,分解反响不

49、完全,碱度过高,会使环己酮和环己醇缩合产生黑褐色胶 状产物,影响收率.c相比的影响：反响在有机相和无机相间进行,适当的相比,可以获得足够的接触面积,无机相的量 太多,就要引入过量的水到过程中,增加了水的循环和消耗,同时也增加了后续过程的负荷,无机相量太少,相间的分散面积不够,碱度增加,同时还影响反响速度.d搅拌的影响：搅拌的目的是保证有机相和无机相之间充分接触面积,使无机相完全分散,以利反响 的进行.(3)生产方法及工艺路线环己烷氧化装置采用荷兰斯达米卡本的专利技术.以环己烷为原料,采用无催化空气 氧化、醋酸钻催化低温分解制得环己酮和环己醇.工艺路线环己烷氧化成环己基过氧化氢,环己基过氧化氢低

50、温分解成环己醇和环己酮.在氧化反响和分解反响过程中所产生的酸也同时在分解反响器中中和.氧化后产物经分解、别离、环己烷蒸储、皂化、酮/醇精储、环己醇转化等工序,最后得到环己酮产品.与国内许多大学及研究机构合作在环己烷氧化局部采用了多项新技术.工艺技术特点工艺可靠、已工业化.采用环己烷液相无催化空气氧化醋酸钻催化低温分解的工艺路 线,氧化反响温度155170C,反响压力(G).因反响过程不加催化剂,因而预防了结渣 的危害,氧化釜和分解器生产周期可达两年.尽管工艺属于有机氧化过程,但仍可得到较高的收率.分解采用新开发的低温分解技术,反响温度88C,反响压力,在碱液中参加水溶性钻盐催化剂极少1PPm以

51、下,减少了副反响,增加了收率.平安方面的特点在装置的布局上,将易燃易爆的5H局部氧化高压装置单独布置在厂区的东侧.根据国外专利商的要求,以氧化高压装置为中央的90米半径内不布置有明火的装置或人员 较多的车间.对于易燃易爆的石油液化气、环己烷等贮罐,均布置在厂区边缘,并设有消 防设施,以保证平安.为保证平安生产,全厂设置高压氮气系统.其任务之一是为环己烷氧化装置的事故处理时使用.紧急事故处理时需的氮气3000Nm3/h,约半小时完成.贮存的高压氮气容量为11300Nm3,可满足两次事故处理的氮气用量.在环己烷氧化局部为预防生产波动引起生产事故,在氧化高、低压设计了平安联锁, 如生产波动范围超过平

52、安要求,平安联锁就会启动保护装置平安.工艺流程1热回收、氧化系统环己烷由环己烷供料泵 P5705从回流槽V5702送出,局部环己烷可有P5706A/B供给, 流量有FI54012指示,一路经冷却器E5401换热后,由调节阀FPV5401限制进入冷却洗涤 塔C5401顶部,一路经调节阀TPV5405送入冷却洗涤塔C5401中部,与直接热交换塔C5402 来尾气进行热交换后,底部环己烷由泵P5404送到酸水别离器 S5401中,别离的酸水经LLPV5403送到5L的废水提塔酸水还可送到废水泵 P5605入口、废碱蒸发器E5605,环己烷经别离后由C5401的液位调节阀LPV5402送到C5402,

53、同时从烷蒸储系统送80100m3/h热烷到C54021部一起与氧化尾气换热,经泵P5405送到氧化进料加热器E5402, 流量限制在360m3/h到480m3/h ,由C5402的液位调节阀LPV5405调节进入氧化反响器 R5411, E5402出口温度由中高压蒸汽调节阀 TPV5430限制在165c左右,环己烷在氧化反 应器中与压缩空气进行反响生成环己基过氧化氢、环己醇、环己酮和副产物,环己烷物流从R5411依次溢流经过 R5412、R5413 R5414 R5415 R5416,空气流量逐次加大,环己烷及反响产物经换热器 E540& E5407A/B后,一路经循环水冷却器 E54

54、08, 一路经温度调节阀TPV5419由氧化液位调节阀LPV5426限制,进入分解反响器 R542Q为了限制R5412至R5416的反响温度,减少副反响的发生,2006年从P5405出口管线 引了一根冷烷管线,经 E5403冷却后分别送至R5412至R5416,并增加相应的调节阀.(2)吸收系统粗醇酮从5L由泵P5905经流量调节阀FPV5502限制流量在h进入E5504与液氨换热后, 送到吸收塔C5501顶部吸收氧化尾气中有机物,底部粗醇酮一局部经泵P5501进入氨冷器E5505冷却后,送到C5501中部,一局部经液位调节阀 LPV5501和快速切断阀XPV5503送 到5L皂化混合器V56

55、02,氧化尾气由压力调节阀 PPV5501限制氧化系统压力在1050KPa 后排入火炬系统.(3)分解系统氧化来的环己烷及反响产物经静态混合器进入分解反响器R542Q在限制一定的相比及碱性条件和醋酸钻催化剂的作用下反响生成环己醇、环己酮.NaOH溶液由5L盐萃塔釜液泵P5603经盐萃塔界面液位调节阀LLPV5652送到R5420,醋酸钻催化剂从催化剂槽 V5405 经泵P5406送入R5420(催化剂可由新碱管线送入,也可经静态混合器送入),循环废碱经 循环水冷却器E5420冷却由流量调节阀FPV5492限制进入R5420 (循环废碱可经静态混合 器进入R542Q也可直接送到 R5420).(

56、4)废碱别离从分解反响器 R5422排出的产物在四个串联的别离器(S5601 S5602 S5603 S5608中别离成有机相和水相,水相经过调节阀将废碱液送往氧化低压装置V0103,再到废碱蒸发系统处理.由于废碱别离器不能完全有效的别离出废碱液,有机相经过S5608后必须通过新增加的旋流脱盐器 S5609ft聚2器S5608B/C对废碱液聚结别离,以保证不带碱到烷塔 系统.(5)氨系统液氨由6000装置送入液氨储槽 V5004,一路从V5004经快速切断阀XPV5502温度调节 阀TPV5505送到氨冷器E5504,一路经快速切断阀XPV5504温度调节阀TPV5509送到氨冷 器E5505,液氨在氨冷器E5504、E5505与粗醇酮换热后,气氨由压力调节阀 PPV5504PPV5507限制送到氨压机K5001A/B入口,