XX实习报告范本资料

1、一、实习目的 二、实习要求 三、实习内容1. 公司概况2. 己内酰胺简介 2.1己内酰胺的理化性质及主要用途 2.2 己内酰胺的生产工艺现状 2.3市场分析3工艺流程3.1 制氢装置 3.2 苯加氢装置 3.3环己烷氧化高压装置 3.4环己烷氧化低压装置 4肟化车间4.1贝克曼重排4.2中和4.3萃取4.4离子交换和加氢 4.5 蒸发4.6蒸馏4.7结片4.8副产物硫胺的流程 5聚合车间5.1锦纶6的应用5.2原料己内酰胺C6H1NO简介5.3 聚合方式 5.4影响产品质量的主要因素 5.5萃取原理5.6干燥原理四、实习心得体会 五、致谢一、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

2、习，培养学生理论联系实际的作风，加深理解化工 生产的基本原理、生产工艺过程与设备的基础理论、基础知识、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管理的能力，提高学习收集和整理生产技术资料的能力和分析与解决问题的能 力，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能力。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安全措施和各 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工作原理 要有一定的了解；3. 绘制出车间布置及工艺流程

3、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/职业健康安全一体化管理体系，提供一流的产品和优质的服务，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部分重组设立而成。有大型化工、化纤生产装置10余套，主要产品的生产能力为：己内酰胺14万t/a、环己酮12.5万t/a、尼龙-6切片4.2万吨，是全国最大的己内酰胺生产基地之一。事业部"鹰王牌”己内酰胺、”鹰王牌”硫酸铵等连续多年获得”湖南省名牌产品

4、”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，树立健康与安全的企业典范；以环保为己任，追求人类与环境的和谐统一 ”，全面推行质量、健康、环境、安全一体化管理，并通过了质量/环境/职业健康安全一体化管理体系认证。"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达到当今世界先进水平。事业部先后攻克了己内酰胺生产过程中”肟化塔两头超标”、”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

5、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发展。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、连续干燥和DCS集散系统控制，工艺技术具有当今国际先进水平。事业部还在常规切片基础上，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空白，成功替代了国外产品的使用。事业部”鹰王牌”硫铵蛮声国内外，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钯触煤蒽醌自动氧化技术生产双氧水的厂家，”白蓉”牌双氧水于199

6、5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2.1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：CH1NO分子量：133.16CHSei Ea<31 爲一J 匚：=0结构式： C匸応沁卜I J己内酰胺是£ -氨基己酸H2N（CH）5COOH分子内缩水而成的，又称£-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）和尼龙一6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（CH2）5CONH671C，沸点139C（12毫米汞柱

7、）、122124C（665Pa）、130C （1599Pa）、165167C （2247Pa）。比重：1.05（70%水溶液），熔化热:121.8J/g，蒸发热: 487.2J/g。纯己内酰胺的凝固点为 69.2 C,在760mmH©寸沸点为268.5 C, 85C下密度1010kg/m3。在20C 水中溶解度为100g水溶解82g己内酰胺。受热时起聚合反应，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，易溶于水、甲醇、乙醇、乙醚、石油烃、 环己烯、氯仿和苯等溶剂。受热时易发生聚合反应。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

8、械等领域。2.2 己内酰胺的生产工艺现状经过多年的发展，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）2,用（NMRPN吸收NO得NHNO,用NHNO吸收NH及SO生产羟胺二磺酸盐，水解得硫酸羟胺。环己酮和硫 酸羟胺反应生成环己酮肟，环己酮肟在发烟H2SQ催化作用下经贝克曼Beckmann重排得己内酰胺，再用NH 中和多余的发烟 HSQ而生成（NH4）2SQ。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，现生产能力为 365kt a-1，占世界己内酰胺总生产能力的6.84%

9、，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 化剂价廉易得，安全性好。但主要缺点是：（1）原料液HO和fSQ消耗量大，在羟胺制备、环己酮肟化反应和贝克曼重排反应过程中均副产大量经济价值较低的（NH0 2SQ，每生产1t己内酰胺大约会副产4.5t（NH 4）2SO，副产（NH4）2SO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（NH4）2SQ副产高限制了 HSO工艺的发展。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

10、甲酸，接着与亚硝酰硫酸反应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工艺制备己内酰胺中，含己内酰胺60%左右的酰胺油先经H2O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KMnO氧化和过滤、三效蒸发、脱水浓缩、预蒸馏、NaOH处理和蒸馏、轻副产物蒸馏和精馏、重副产物蒸馏和精馏等精制过程，才能得到符合标准的纤维级己内酰 胺成品。1999年，中国石化石家庄化纤责任有限公司采用意大利SNIA公司甲苯法生产技术，耗资 35亿元，建成一套生产能力为50kt a-1的己内酰胺生产装置，2002年与中国石化科学研究院合作开发并应用非晶态镍催化剂引入苯甲酸

11、加氢反应系统部分取代Pd/C催化剂以及己内酰胺水溶液加氢取代KMnO工艺技术，将生产能力扩建到70kt a1。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，不经过环己酮肟直接生产己内酰胺，但酰胺化反应过程条件苛刻，收率较低，生成的副产物成分复杂，每生产1t己内酰胺副产3.8t（NH 4）2SQ。而且工艺精制过程存在流程长、工艺控制复杂、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。基于生产成本高、（NHk）2SQ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公司规模及发展战略影响，目前国外已无采用SNIA工艺的己内酰胺

12、生产装置。BASF/Polimex-NO 还原工艺（苯法）德国BASF公司和波兰Polimex公司开发了 BASF/Polimex-NO还原工艺，对硫酸羟胺制备进行了工艺改 进：采用NH与纯Q2催化氧化制得 NQ NO在搅拌釜式反应器中，反应温度40 C、压力1.5MPa、H2SQ介质和Pt催化剂作用下被 H2还原来制备硫酸羟胺。环己酮肟生产采用二段逆流肟化流程，进料环己酮萃取肟化硫 铵中的有机物后再进入肟化反应系统。在肟化过程中每生产1t环己酮肟（中间产品）会副产0.64t（NH 4）2SQ,（NH4）2SQ溶液中的环己酮用蒸汽气提回收后返回反应系统。反应生成的环己酮肟经过饱和浓度的硫铵母液

13、干燥脱水。环己酮肟在发烟H2SQ催化作用下经两级串联贝克曼重排器制得己内酰胺，用气氨在真空条件下进行中和反应，并利用反应热蒸发部分水分，同时（NH4） 2SQ结晶从母液中分离出来。己内酰胺精制过程有萃取、蒸馏，流程较短。该工艺可以避免羟胺制备过程中生成（NH4）2SQ，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，现生产能力为1015kt -a-1，占世界己内酰胺总生产能力的19.00%,生产装置分布在美国、德国和比利时。BASF/Polimex-NQ 还原工艺技术生产的缺点：投资大、工艺路线长、工艺控制过程复杂、生产成本高，而且随后的肟化和重排反应中仍会生产（N

14、H4）2SQ。DSM-HPQ工艺（苯法）荷兰DSM公司开发的HPC工艺以羟胺磷酸盐替代羟胺硫酸盐与环己酮在甲苯体系中进行肟化反应生成环 己酮肟，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肟化及相关的物料 分离净化结合在一起，形成了物料平衡性能良好的闭路循环体系。无机工艺液将HNQ勺合成、羟胺的合成和环己酮肟的合成构成了一个无机回路。有机工艺液则构成了环己酮进一步转化、肟分离和无机工艺液净 化的有机回路。环己酮肟在含SQ,浓度10%勺发烟HSQ催化作用下发生贝克曼重排反应制得己内酰胺。精制过程有萃取、离子交换、加氢、三效蒸发、蒸馏等。目前，DSM公司总生产能力为615

15、kt - a-1，占世界总生产能力的11.52%，分别在荷兰、美国和中国大陆建有2家独资企业和1家合资企业。尽管HPO工艺在传统液相烟酸贝克曼过程中仍会生产（NHO2SQ,但在羟胺制备、环己酮肟化反应中不副产（NH4） 2SO。H 2Q氨肟化工艺（苯法）H 202氨肟化-气相重排工艺 意大利Enichem公司开发了环己酮与 NH、H2Q在新型钛硅分子筛（TS-1）催化 作用下高选择性直接反应制备环己酮肟氨肟化工艺。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、碱性反应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

16、公司工业化了环己酮肟气相贝克曼重排反应的新工艺，通过 一种专有的高效 SiQ沸石催化剂代替 H2SQ,避免了（NH）2SQ生成。在气相下，O.IMPa和380 C在流化床中进 行贝克曼重排反应，把甲醇与环己酮肟以1: 1（质量比）混合，以提高催化剂的选择性，甲醇可循环使用，环己酮肟的转化率达到 99%己内酰胺的转化率达 95%以上。2.3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

17、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 86.2%以上，尼龙6工程塑料占12.2%以上，其它方面的消费量不大，约占1.6%。近年来，世界己内酰胺的生产能力稳步增长。根据统计，截止到2009年底，全世界己内酰胺的总生产能力达到487.2万吨，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，生产能力分别占全球总能力的 15.1%、12.6%和 7.7%。我国己内酰胺的工业生产始于20世纪50年代末期，但直到

18、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发展。目前我国有中石化巴陵分公司、南京帝斯曼（DSM东方化工有限公司、石家庄化纤责任有限公司以及浙江巨化集团公司4家企业生产己内酰胺，总生产能力为48.7万吨/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，随着生产能力的不断增加，我国己内酰胺的产量也不断增加。2000年国内总产量为 16.02万吨；2003年产量突破 20万吨，达到 20.08万吨；2004年增长到 23.20万吨；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

19、总产量减少至21.21万吨；20002005年产量的年均增长率为 5.77%。2006年产量进一步增加到 29.05万吨，比2005年增长约 36.96%。20012006 年产量的年均增长率约为13.76%。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。据统计，2000年进口 24.49万吨；2001年进口 30.6万吨，约占当年国内消费量的 68.2%;而到了 2009年，进口量翻倍到了 60.1万吨， 呈现连年增长的趋势。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。2008年1月浙江恒逸投资40亿元，在杭州萧山临江工

20、业园区新建年产20万吨己内酰胺装置，计划于2012年年初建成。江苏骏马化纤集团有限公司是我国最大的尼龙6纤维生产公司之一，拟向上游发展，计划投资14.5亿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DOM（公司的工艺技术，以苯酚为原料，建设周期：2008年-2010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50万吨己内酰胺的项目，现处于对此项目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达到年均3.5%4%拉美国家需求增速则将达到年均6%7%预计今

21、后几年，世界己内酰胺的需求量将以年均3.5%的速度增长，预计未来 5年己内酰胺的需求量将以年均2.4%的速度增长，到2014年总需求量将达到 532万吨。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发展规划，预计到2010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%勺速度增长，预计 2010年对己内酰胺的需求量将达到12万吨。依据我国锦纶行业发展规划，加上其他方面的需求量

22、，预计2010年国内市场对己内酰胺的总需求量将达到约104万吨，市场缺口仍有 30%以上。3工艺流程3.1制氢装置环己酮车间制氢装置是以石脑油为原料，采用脱砷、脱硫氯除去石脑油中的有害杂质，然后与过热蒸汽混合，经预转化反应生成甲烷等有机物，经转化炉对流段加热至500 C，在总水碳比4.8以上780 C的温度下转化为大部分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应精制，以纯度为92.00% （干基）以上的工业氢直接提供给苯加氢，另一部分工

23、业氢送至变压吸附装置提纯至99.5%以上供羟胺肟化装置使用。制氢装置扩能改造后的生产能力达1850标mf/h工业氢。正常生产时，供苯加氢装置约8500标m/h,变压吸附10000标m/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，另一方面可提供钴钼加氢反应的氢气。变压吸附提高羟胺用氢的纯度，见笑了羟胺反应的尾气，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控制系统，使制氢的生产稳定，安全可靠，操作灵活。本装置各种催化剂都已国产化，催化剂升温还原流程单独进行，大部分的催化剂可在不停车的情况下进行更

24、换和升温还原。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部分。3.1.1 脱毒工序来自原料罐区的轻油进入轻油罐（T3001），经轻油泵（P3001）加压后，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400 C的轻油、氢混合气依次进入钴钼加氢反应器（R3002）、脱硫反应器（R3003A/B/C）分别将原料轻油中的砷和硫氯脱至小于1ppb和0.5ppm后，送至预转化工序。3.1.2 预转化和转化工序由脱毒处理的合格轻油气体，按fO/刀C=2.02.5的比例添加过热蒸汽进入预转化反应器，在400490

25、C生成大量的甲烷、部分氢气、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5.05.5经转化炉对流段的原料气加热到500520 C左右,然后进入转化炉（F3001）的辐射段转化管进行转化反应，从转化管出来的约 780C,甲烷含量为4.4% （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,过热蒸汽一部分减压后配入原料气中入转化管，其余一部分去预转化，一部分去预转化出口原料气中入转化管3.1.3 变换工序由

26、转化气锅炉出来的温度约为370 C的转化气进入中变炉（R3004）进行变换反应，反应后的温度约 400C,一氧化碳含量为3.0% （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 200 C后进入低变炉（R3005A/B）,进行低温变换反应。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, 氧化碳含量为0.4% （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

27、量分别用于加热锅炉水和苯菲尔溶液。3.1.4 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127 C进入吸收塔（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分离器（S3003）,分离后去甲烷化。（P3003A/B）和贫液过滤器（FI3002 ）后进入吸收塔上部循环使经变压吸附装置的氢气纯度达到99.5%以上供羟胺装置使用。3.1.5 锅炉工序经甲烷化出来的纯度大于92%勺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2.05Mpa/ < 40C下进入水分离器（V3801

28、）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。3.1.6 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。3.2苯加氢装置3.2.1 氢气的干燥由制氢装置供来的氢气经氢气冷凝器冷却后，进入水分离器，分离出冷凝水后与环己酮精制装置送过来的氢气混合户再经干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。干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

29、装置的开工压缩机以及氢气干燥 器切换泄压时放出的气体进行循环利用，以达到再生的目的。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干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，经再生气水分分离器分离出水后送至制氢装置开工压缩机入口管，如此循环利用。3.2.2 苯干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80 C后进入苯干燥塔顶部，苯水混合物再干燥塔内会产生闪蒸，苯水混合物由干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分离器，在此，苯水分离，底部的水分由现场排出，苯则由重力

30、作用回流至苯干燥塔的顶部。苯干燥塔底部出料至苯干燥塔出料冷却器，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，直接供苯加氢反应系统使用。苯加氢反应系统干燥处理后的氢气经氢气压缩机压缩后，通入主反应器。苯从原料罐区供应，经苯干燥塔干燥后进入苯贮罐。经苯加料泵送入主反应器，回流经苯泵出口冷却器用冷水冷却后，返回苯贮槽。主反应器中的液 相物料从主反应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锅炉水进行热交换后，返 回主反应器，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应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

31、入主反应器。主反应器中的反应产物以气相方式从主反应器的顶部引出，从装有固相催化剂LD-143的后反应器顶部进入，通过进一步的加氢反应后从后反应器的底部出去进入锅炉给水预热器后进入中温冷却器后，45 C左右的环乙烷气液混合物料进入第一分离器内进行分离，在第一分离器中，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40 C后再进入低温冷却器，经低温水在冷却后，进入第二分离器，在第二分离器中气液再次分离，液相部分回流至第一分离器中，气象部分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

32、炉给水换热器中，与主反应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分离，蒸汽送 至脱庚烷塔的再沸器中作为热源使用。有第一分离器分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，其冷凝液相部分回流入塔内，不凝气与尾气缓冲罐排除的尾气汇合，送入燃料气管网。正常生产时，主反应器的外循环泵密封油是笨泵直接供给的。非正常生产时，主反应器的外循环泵所用的密封油是由第一步分离器底部管线引出环乙烷，经由密封油泵，少量供到主反应器外循环泵的机械密封装置进入到泵内，进入反应器，大部分循环回到第一分离

33、器3.3环己烷氧化高压装置3.3.1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肟化装置作原料。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 社负责基础设计，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担，安装由中石油 五公司承担。九七年至九九年，氧化高压装置进行了“五改七”的改造，氧化高压装置氧化反应器的扩能 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

34、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。本装置采用集散控制系统进行集中监视和控制。为了保证安全生产，根据斯达米卡本规定，界区内的安全联锁系统“ SSS与DCS系统分开设计和安装，但“ SSS'的重要阀门的开关则在 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

35、以及在氧化反应和分解反应中产生的 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、吸收以及废碱液分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能力为年产8万吨环己酮，装置要求达到“两年一修”的生产水平。（3 ）环己酮产品的技术规格分子式：C6 H10O结构式：. =0分子量：98.15化学特性：环己酮的结构式中，具有羰基（ C=0,羰基中的碳氧双键由氧的 2P轨道和碳的SP2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。

36、C=0键能为176179千卡/摩, 比两个C-0键的键能（2X 86千卡/摩）还大，而酮分子的羰基，由于氧原子的电负荷性比碳原子大，故其有相当大的极性，对酮的某些化学性质起着决定性作用，其易与氢、氢氰酸、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、醛缩合反应。外观：无色透明油状液体，有丙酮气味。相对密度：相对密度：d0 0.9644; d；50.951;d：° 0.9478； d70.9421.与空气的相对蒸汽密度：3.4沸点：155.65 ± 0.5 C熔点：-26 C折光率：nD20 1.4507粘点：15 2.45 X 10-330 丄Pa - s;

37、1.8033X 10- Pa S ;659 1.01 X 10-:Pa - s比热：液体（15-18 C时）1.803J/g C。蒸发潜热：4.18 X(114-0.141t ) KJ/Kg闪点：43 C自然点：430 C爆炸极限：1.19.4vo1%水在酮中温度10C20 C50 C(wt%)溶解度5.6%5.7%6.5%酮在水中温度10C20 C50 C(wt%)溶解度10.5%9.0%6.15%温度C饱和蒸汽压Pa温度C饱和蒸汽压Pa14.021.333 X 1077.532.666 X 102426.46.665 X 1090.41.333 X 1038.731.333 X 10110

38、.345.332 X 1052.52.666 X 103132.55.332 X 10467.85.332 X 103155.61.013 X 104项目名称指标优质品一等品合格品色度(Hazen) (Pt-Co色号）15253密度 g/cm (20C)0.946 0.9470.944 C).9480.944 0.948在101.3kPa下馏程范围C153157153157152157水分（m/m)0.080.150.20酸度 （以乙酸计）0.010.01纯度的质量分数%99.899.599.00注：产品规格（巴陵分公司规定供 6000装置环己酮装格）：环己酮纯度仝99.90wt%3.3.2原

39、辅材料规格及动力消耗定额项目单位指标优等品一等品合格品外观在 下无沉淀、无浑浊透明液体馏程(在102.3Kpa压力11.52下包括80.7 C)W正烷烃mg/Kgw200500800颜色Pt-Co标w度101520密度g/cm3 (20C)纯度% ( m/m) >99.9099.7099.50苯mg/Kg<50100800非挥发物mg/100lm w1510总流量mg/Kg<125甲基环戊烷mg/Kgw150400800甲基环己烷mg/Kgw200500800项目单位控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/Kgw 6000DSM794氯化钠含

40、量mg/Kgw 840贡量法氯酸钠（NaCIQ）（m/m）%w 0.1铁（Fe2Q）mg/Kgw 150比色法钙+镁mg/Kgw 25原子吸收法硫酸盐（以SQ计）mg/Kgw 700比浊法二氧化硅mg/Kgw 100-200分光比色法重金属重量（Pb）mg/Kgw 30DSMcop206氯酸钠mg/Kgw 100MEROK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% *Kg135铜锌催化剂Kg0.217燃料KWH950高压蒸汽*T4.55中压蒸汽*T1.06低压蒸汽*T0.11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

41、置合计值。333工艺控制指标项目指标单位R5420碱度0.8 1.1Meq/gC5501塔顶温度10± 3CC5704小塔釜温度143165CS5608Na+浓度W 50ppmR5420相比6.5 ± 0.5转化率3. 50 ± 1%(mol)E5402加热器出口温度160170CR5411空气供应流量611900Nnm/hR5412空气供应流量8831400Nnm/hR5413空气供应流量13912700Nnm/hR5414空气供应流量22853500Nnm/hR5415空气供应流量33565200Nnn/h（续表）项目指标单位R5416空气供应流量450055

42、00Nnm/hR5411R5416尾气含氧1.5 3.0vo1% (干基)氧化反应系统压力PI55011.0 1.06MPa（表）氧化反应系统压力 PI54271.07 1.15MPa（表）尾气总管含氧启动值5.00VO1%氧化开车时通气含氧量6.0 8.0VO1%1#反应釜温度165± 5C2#反应釜温度165± 5C3#反应釜温度165± 5C4#反应釜温度165± 5C5#反应釜温度155168C6#反应釜温度155167C6#反应釜液位LIC542650 70%C5401冷烷流量FIC540190 130t/hC5402热烷流量FI572670

43、120mi/hC5401顶部温度TI540525 40C氧化反应器进料流量360480m/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）C5701回流量20 35mVhC5702回流量20 40m/hC5703回流量30 40mi/hC5701顶温143± 2C（续表）项目指标单位C5701釜温156

44、77; 2CC5702顶温123± 3CC5702釜温125± 3CC5703顶温85 95CS5601界面液位45 65%S5602界面液位20 50%空气机出口压力1.29 1.33MPa（表）E5409 出 口温度 TIC5489150CS5603界面液位1030%3.3.4 反应原理和生产方法（1）以环己烷制备环己酮的生产由两部分组成，即反应部分和精制部分。反应按其化学变化可氛围两个 步骤： 环己烷氧化生成环己基过氧化氢：C6H12 O2 C6H11OOH 环己基过氧化氢在碱性条件和钴催化剂条件下，分解成环己酮和环己醇：在氧化和分解反应进行的同时，同时也产生了酸、酯

45、、醛以及其它高沸点、低沸点的有机杂质。如：3 CeHioO -O2HOOC（CH2）4COOH （己二酸）2cooc6H12C6H11OH 1022HOOC(CH2)4COOH己二酸酯)2H2O算的中和:COOC6H1COONaCOONa酯的皂化:COOC6HlCOONa(CH2)4+2H2OCOOC6H11+2NaOH(2) 影响反应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应过程，影响这个反应的因素有温度、压力、转化率、原料纯度 等。a反应温度和压力的影响氧化反应温度与压力是互相有关，不可分割的。因为不同的压力下环己烷有不同的沸点，而反应温度 不可能高于该压力的沸点，因此可以说反

46、应温度决定了反应压力。反应温度和压力的选择通常是：首先反应温度应该保证氧化反应的速度，保证反应器中的耗氧率。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，因此温度是反应的一个重要条件。提高反应温度会大大加快反应速度，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高。反之压力过低，反应温度就要接近沸点温度，蒸发带出的热量大于反应放出的热量，如要维持反应正常进行，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应温度 155170C,反应压力I.IMPa, 尾气含氧2%( V)b反应转化率环己烷氧化反应的最大

47、特点是低转化率，大循环量。反应开始后，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。当达到一定的转化率时，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，从提高收率的角度看，应该采用地转化率的方法，因为这时有用物在总产物中的比例高。但是 转化率低未反应的物料循环量加大，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环己烷纯度对反应的影响环己烷中存在的杂质，将影响反应的正常进行。这些杂质包括苯、醇酮、水及庚烷等。正常的苯加氢 反应，苯完全转化为环己烷，如因特殊情况，

48、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，严格控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6.0 C。反应介质中醇酮进一步氧化，则转变为酸，并且醇酮比环己烷更容易氧化，因此要按规定严格控制烷 蒸馏工序馏出液中的醇酮含量。醇和酮也是环己烷氧化的引发剂，少量醇、酮存在，可以缩短反应的诱导期。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应，故此，本装置氧化初开车时，为缩短反应的诱导期，可 采取加醇酮作引发剂。环己烷中的正庚烷等要严格控制，因为正庚烷能

49、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应也会有很大影响。在氧化系统中控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气泡运动对反应的影响气泡在液体中的运动速度是影响氧化反应的因素之一。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，则表面能不断更新，反应生成物迅速转入液相，使气泡的界面上醇酮 浓度不致于高出整个

50、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，反应器都装有一台涡轮式搅拌器，强化了气泡在液体中 的运动。分解反应：a温度的影响：温度越高，分解反应速度越快，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，分解反应慢，反应不完全，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 控制在8595C之间。b碱度的影响：分解反应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，分解反应不完全，碱度过高，会使环己酮和环己醇缩合产生黑褐色

51、胶状产物，影响收率。c相比的影响：反应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，同时还影响反应速度。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，以利反应的进行。(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、醋酸钴催 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，环己基过氧化氢低温分解成环己醇和环己酮。在氧化反应和分解反应 过

52、程中所产生的酸也同时在分解反应器中中和。氧化后产物经分解、 分离、环己烷蒸馏、皂化、酮/醇精馏、 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部分采用了多项新技术。 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钴催化低温分解的工艺路线，氧化反应温度155170C，反应压力1.05MPa（G）。因反应过程不加催化剂，因而避免了结渣的危害，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，反应温度88C，反应压力0.3MPa,在碱液中加入水溶性钴盐催化剂极少（1PPm以下），减少了副

53、反应，增加了收率。 安全方面的特点在装置的布局上，将易燃易爆的 5H部分（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心的 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，以确保安全。为保证安全生产，全厂设置高压氮气（lO.OMPa）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 1.8MPa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。在环己烷氧化部分为防止生产波动引起生产事故，在氧化高、低压设计了安全

54、联锁，如生产波动范围 超过安全要求，安全联锁就会启动保护装置安全。3.3.5 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，部分环己烷可有 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控制进入冷却洗涤塔 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送到酸水分离器S5401中，分离的酸水经 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）,环己烷经分离后由 C5401的液位调节阀LPV5402送到C5402,同时从烷蒸馏系统送 80100m3/h 热烷到C5402顶部一起与氧化尾气换热，经泵P5405送到氧化进料加热器 E5402，流量控制在360m3/h到480m3/h，由C54