己內(nèi)酰胺工藝簡述

PAGEPAGE60ZHONGHUANG2010-11-05WWW.C山東東巨化工股份有限公司10萬噸/年己內(nèi)酰胺項目廢水處理工程設計方藍天碧水綠色清靜”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27.5%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1600001600002.1.2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)主提供相關資料，本項目己內(nèi)酰胺裝置采取氨肟化工藝，氨肟化工藝是近幾年開發(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、環(huán)己酮為原料，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。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85℃，壓力0.4Mpa，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（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99.5%。其反應原理如下：主反應式：副反應式：4H4H2O2+2NH3N2O+7H2O3H23H2O2+2NH3N2+6H2O2H2H2O2O2+2H2O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、N2O、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、N2O、O2及N2等組分，進入尾氣反應器進行催化處理。尾氣反應器裝有催化劑（該催化劑是一種銠（0.5%）∕Al2O3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99.9%，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。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構使液滴分散并進行萃取。反萃塔在40℃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℃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)過苯汽提塔換熱器后溫度加熱到93℃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96℃，塔底為103℃。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53℃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粝碌碾?、己?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，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45℃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90℃后，與催化劑配置槽送出濃度為0.8%（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90℃、壓力0.7MPaG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99.9%。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)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99.9%，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0.5KPa.A。己內(nèi)酰胺精餾塔蒸發(fā)器的進料液約70%于118℃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晶技術，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下：H2SO4+2NH4OH→（NH4）2SO4+H2O1、中和工序重排反應液的中和反應是在結晶反應器中進行。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)安裝在結晶器底部的攪拌器的攪拌作用下，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)。由于結晶器為真空操作，整個系統(tǒng)的溫度保持在65℃。由于結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，晶體得到良好的增長。在導流筒外側較低的區(qū)域，由于結晶器形狀的變化，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晶器底部側面的結晶器循環(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20~25％硫銨晶體的母液夾帶有少量有機物，在結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45~50％。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(硫銨溶液)自流至母液循環(huán)罐，然后由泵送至結晶器重新結晶。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0.1％(wt)；在干燥器的冷卻區(qū)域，晶體被冷卻至60℃，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（27.5%H2O2）。（1）工藝流程簡述雙氧水制備工藝反應方程式如下：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40～70℃、壓力0.3Mpa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27.5%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，以便使流經(jīng)固定床的氣、液混合物均勻分布，控制氫化塔頂壓力在0.15～3.0MPa（G），溫度在40℃～70℃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件下鈀觸媒經(jīng)再生后仍不能達到要求時，封閉第二段，啟用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，就要更換鈀觸媒。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℃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)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50～55℃和壓力0.25MPa(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?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，進一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（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≤0.15g/l）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0.2－0.3g/l（以磷酸計），最終控制萃取液的酸度0.3－0.5g/l（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。萃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，除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1.3—1.4g/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≥1.2g/cm3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1.30—1.40g/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液換熱后，形成的冷凝廢水（W7）排入廢水處理系統(tǒng)。廢液焚燒裝置本項目建設一套3t/h的己內(nèi)酰胺及硫胺廢液焚燒裝置，用于焚燒反應過程產(chǎn)生的濃縮殘液，工藝流程及產(chǎn)污點見下圖：蒸汽生產(chǎn)裝置18%氨水蒸汽生產(chǎn)裝置18%氨水硫酸銨溶液一級脫硫塔脫鹽水硫酸銨溶液一級脫硫塔脫鹽水G4G4活性炭吸附塔除霧器二級脫硫塔急冷塔廢熱鍋爐廢液焚燒爐5%氨水空氣廢液活性炭吸附塔除霧器二級脫硫塔急冷塔廢熱鍋爐廢液焚燒爐5%氨水空氣廢液排污W9排污W9硫酸銨工段圖3.5-2廢液回收裝置工藝流程及產(chǎn)污環(huán)節(jié)廢液焚燒裝置除余熱鍋爐排污水（屬于清凈下水）外，不產(chǎn)生其它廢水。余熱鍋爐排污（W8）水量為0.01m3/h，該部分水進入清凈下水排水系統(tǒng)最后排放。以上介紹不包括環(huán)己酮的生產(chǎn)，環(huán)己酮工藝介紹如下：一、基本原理1、苯加氫C6H6+3H2 在Ni3Al2O3, 0.7M