巴陵石化己内酰胺事业部实习报告

目录

一、实习目的 ............................................................ - 1 - 二、实习要求 ............................................................ - 1 - 三、实习内容 ............................................................ - 1 - 1 公司简介 .............................................................. - 1 - 2 工艺流程 .............................................................. - 2 - 2.1 制氢装置 ......................................................... - 2 - 2.2 苯加氢装置 ....................................................... - 4 - 2.3 环己烷氧化高压装置 ............................................... - 5 - 2.4 环己烷氧化低压装置 .............................................. - 17 - 2.5 肟化车间 ........................................................ - 24 - 2.6 聚合车间 ........................................................ - 25 - 四、工艺流程图 ......................................................... - 30 - 五、实习心得体会........................................................ - 30 - 六、致谢 ............................................................... - 31 -

一、实习目的

毕业实习是理论联系实际的重要课堂，通过这次毕业实习，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)实习期间，学生积极遵守和贯彻党的方针和工厂的各项安全措施及规章制度，认真听取师傅得建议和教诲，同学间相互关心。

(2)熟悉工厂主要设备和产品，熟悉各车间产品生产所用原料和工艺流程，详细记录其工艺参数。

(3)实习后绘制车间布置和工艺流程图并做好实习报告。

三、实习内容

1 公司简介

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\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。

\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

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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1995年、1998年、2001年、2004年连续荣获\湖南省名牌产品\称号。

2 工艺流程

2.1 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℃，在总水碳比4.8以上780℃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m/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。

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2.1.1 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℃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。 2.1.2 预转化和转化工序

由脱毒处理的合格轻油气体，按H2O/∑C=2.0～2.5的比例添加过热蒸汽进入预转化反应器，在400～490℃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5.0～5.5经转化炉对流段的原料气加热到500～520℃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780℃，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420℃，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

2.1.3 变换工序

由转化气锅炉出来的温度约为370℃的转化气进入中变炉（R3004）进行变换反应，反应后的温度约400℃，一氧化碳含量为3.0%（V）的中变气一次通过中变气——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℃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210℃，一氧化碳含量为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127℃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。 2.1.4 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℃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。 2.1.5 锅炉工序

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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2.05Mpa/﹤40℃下进入水分离器（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。 2.1.6 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。 2.2 苯加氢装置 2.2.1 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。 2.2.2 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℃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。 2.2.3 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

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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℃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℃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器

2.3 环己烷氧化高压装置

2.3.1 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

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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：C6H10O 结构式： =O 分子量：98.15

化学特性：环己酮的结构式中，具有羰基（C=O），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。C=O键能为176～179千卡/摩，比两个C-O键的键能（2×86千卡/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。

152520相对密度：相对密度：d04 0.9644;d4 0.951; d4 0.9478; d4 0.9421

与空气的相对蒸汽密度：3.4 沸点：155.65±0.5℃ 熔点：-26℃ 折光率：nD 1.4507 粘点：? 2.45×10Pa﹒s;? 1.803×10Pa﹒S ;?15

-3

30

-3

659

20

1.01×10Pa﹒s

-3

比热：液体（15-18℃时）1.803J/g℃ 蒸发潜热：4.18×（114-0.141t）KJ/Kg 闪点：43℃ 自然点：430℃ 爆炸极限：1.1～9.4vo1%

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表2.3.11 环己酮的溶解度

水在酮中（wt%） 酮在水中（wt%）

表2.3.12 环己酮的饱和蒸汽压

温度℃ 14.0 26.4 38.7 52.5 67.8

饱和蒸汽压Pa 1.333×10

2

温度 溶解度 温度 溶解度

10℃ 5.6% 10℃ 10.5%

20℃ 5.7% 20℃ 9.0%

50℃ 6.5% 50℃ 6.15%

温度℃ 77.5

饱和蒸汽压Pa 2.666×10

3

6.665×10 1.333×10

3

2

90.4 110.3

1.333×10 5.332×10

4

4

2.666×10 5.332×10

3

3

132.5 155.6

5.332×10 1.013×10

4

4

表2.3.13 环己酮的质量标准（GB/T10669-2001）

项目名称

优质品

色度（Hazen）(Pt-Co色号) 密度g/cm（20℃）

3

指标 一等品 25 0.944～0.948 153～157 0.15 0.01 99.5

合格品 —— 0.944～0.948 152～157 0.20 —— 99.00

15 0.946～0.947 153～157 0.08 0.01 99.8

在101.3kPa下馏程范围℃

水分（m/m） 酸度%（以乙酸计） 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≧99.90wt%

2.3.2 原辅材料规格及动力消耗定额

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表2.3.21环己烷规格

项目

单位

外观 馏程

（在102.3Kpa压力下包括80.7℃）≤

正烷烃 颜色 密度 纯度 苯 非挥发物 总流量 甲基环戊烷 甲基环己烷

mg/Kg≤ Pt-Co标≤度 g/cm（20℃） %（m/m）≥ mg/Kg≤ mg/100lm≤ mg/Kg≤ mg/Kg≤ mg/Kg≤

表2.3.22 氢氧化钠规格

项目 氢氧化钠含量 碳酸钠含量 氯化钠含量 氯酸钠（NaClO3） 铁（Fe2O3） 钙+镁

硫酸盐（以SO4计）

二氧化硅 重金属重量（Pb）

氯酸钠

单位 （m/m）% mg/Kg mg/Kg （m/m）% mg/Kg mg/Kg mg/Kg mg/Kg mg/Kg mg/Kg

控制指标 测定值 ≤6000 ≤840 ≤0.1 ≤150 ≤25 ≤700 ≤100-200 ≤30 ≤100

分析方法 DSM794 DSM794 贡量法

比色法 原子吸收法 比浊法 分光比色法 DSMcop206 MEROK

99.90 50 1 1 150 200

3

指标

优等品

一等品

合格品

在18.3-25.6下无沉淀、无浑浊透明液体 1

1.5

2

200 10

500 15 0.777-0.782 99.70 100 5 2 400 500

800 20

99.50 800 10 5 800 800

表2.3.23 原辅材料及动力定额

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名称及规格 环己烷* 液碱（100%）* 铜锌催化剂 燃料 高压蒸汽* 中压蒸汽* 低压蒸汽* 冷却水* 电* 氮气*

单位 Kg Kg Kg KWH T T T T KWH M

3

每吨环己酮产品消耗定额

1041 135 0.217 950 4.55 1.06 0.11 653 200 120

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。

2.3.3 工艺控制指标

表2.1.31 工艺控制指标

项目 R5420碱度 C5501塔顶温度 C5704小塔釜温度 S5608Na浓度 R5420相比 转化率

E5402加热器出口温度 R5411空气供应流量 R5412空气供应流量 R5413空气供应流量 R5414空气供应流量 R5415空气供应流量

+

指标 0.8～1.1 10±3 143～165 ≦50 6.5±0.5 3．50±1 160～170 611～900 883～1400 1391～2700 2285～3500 3356～5200

单位 Meq/g ℃ ℃ ppm %(mol) ℃ Nm/h Nm/h Nm/h Nm/h Nm/h

(续表)

33333

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项目

R5416空气供应流量 R5411～ R5416尾气含氧 氧化反应系统压力PI5501 氧化反应系统压力PI5427 尾气总管含氧启动值 氧化开车时通气含氧量

1#反应釜温度 2#反应釜温度 3#反应釜温度 4#反应釜温度 5#反应釜温度 6#反应釜温度 6#反应釜液位LIC5426 C5401冷烷流量FIC5401 C5402热烷流量FI5726 C5401顶部温度TI5405 氧化反应器进料流量 C5401塔釜液位02 S5701操作压力 C5701操作压力 C5702操作压力 C5705操作压力 C5706操作压力 C5701回流量 C5702回流量 C5703回流量 C5701顶温

指标 4500～5500 1.5～3.0 1.0～1.06 1.07～1.15 5.00 6.0～8.0 165±5 165±5 165±5 165±5 155～168 155～167 50～70 90～130 70～120 25～40 360～480 50±20 500±20 400±20 200±20 40±20 400±50 20～35 20～40 30～40 143±2

单位 Nm/h vo1%(干基) MPa（表） MPa（表） vo1% vo1% ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ ℃ % t/h m/h ℃ m/h % MPa（表） MPa（表） MPa（表） MPa（表） MPa（表） m/h m/h m/h ℃

（续表）

333333

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项目 C5701釜温 C5702顶温 C5702釜温 C5703顶温 S5601界面液位 S5602界面液位 空气机出口压力 E5409出口温度TIC5489

S5603界面液位

2.3.4 反应原理和生产方法

指标 156±2 123±3 125±3 85～95 45～65 20～50 1.29～1.33

150 10～30

单位 ℃ ℃ ℃ ℃ % % MPa（表）

℃ %

（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：

① 环己烷氧化生成环己基过氧化氢：C6H12?O2?C6H11OOH

② 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：

C6H11OOH?醋酸钴、碱性?????C6H10O?H2O1 C6H11OOH??????C6H11OH?O22醋酸钴、碱性在氧化和分解反应进行的同时，同时也产生了酸、酯、醛以及其它高沸点、低沸点的有机杂质。如： ΔC6H10O?3O2?HOOC(CH2)4COOH(己二酸) 21O2?HOOC(CH2)4COOH?(CH2)4(己二酸酯)?2H2O 2 COOC6H11 Δ2C6H11OH? COOC6H11 ③ 算的中和： COONa HOOC(CH2)4COOH?2NaOH?(CH2)4?2H2O

COONa ④ 酯的皂化：

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COOC6H11 COONa (CH2)4 +2NaOH (CH2)4 +2H2O COOC6H11 COONa （2）影响反应的主要因素 ①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155~170℃，反应压力1.1MPa，尾气含氧2%（V）。

b 反应转化率

环己烷氧化反应的最大特点是低转化率，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，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

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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℃。

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。 ② 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85~95℃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胶状产物，影响收率。

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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。 ① 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。 ② 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155~170℃，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88℃，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），减少了副反应，增加了收率。 ③ 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（10.0MPa）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3000Nm/h，约半小时完成。贮存的高压氮气容量为11300Nm，可满足两次事故处理的氮气用量。

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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。 2.3.5 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80~100m3/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C5402的液位调节阀LPV5405调节进入氧化反应器R5411，E5402出口温度由中高压蒸汽调节阀TPV5430控制在165℃左右，环己烷在氧化反应器中与压缩空气进行反应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，环己烷及反应产物经换热器E5406、E5407A/B后，一路经循环水冷却器E5408，一路经温度调节阀TPV5419由氧化液位调节阀LPV5426控制，进入分解反应器R5420。

为了控制R5412至R5416的反应温度，减少副反应的发生，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控制流量在2.0m3/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，底部粗醇酮一部分经泵P5501进入氨冷器E5505冷却后，送到C5501中部，一部分经液位调节阀LPV5501和快速切断阀XPV5503送到5L皂化混合器V5602，氧化尾气由压力调节阀PPV5501控制氧化系统压力在1050KPa后排入火炬系统。 （3）分解系统

氧化来的环己烷及反应产物经静态混合器进入分解反应器R5420，在控制一定的相比及碱性条件和醋酸钴催化剂的作用下反应生成环己醇、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，醋酸钴催化剂从催化剂槽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

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冷却器E5420冷却由流量调节阀FPV5492控制进入R5420（循环废碱可经静态混合器进入R5420，也可直接送到R5420）。 （4）废碱分离

从分解反应器R5422排出的产物在四个串联的分离器（S5601、S5602、S5603、S5608）中分离成有机相和水相，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。由于废碱分离器不能完全有效的分离出废碱液，有机相经过S5608后必须通过新增加的旋流脱盐器S5609和聚结器S5608B/C对废碱液聚结分离，以保障不带碱到烷塔系统。 （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PPV5504、PPV5507控制送到氨压机K5001A/B入口，气氨经K5001压缩后经氨冷器E5001冷却后到液氨槽V5004。 （6）烷塔系统

从E5406来的分解产物进入S5701并在S5701中闪蒸，闪蒸的水和环己烷去C5703，底部液体去C5701，环己烷及粗醇酮在E5701中被加热，顶部的环己烷气体进入C5702的再沸器E5702中冷凝，C5701釜液则去C5702做为进料，C5701的再沸器E5701蒸汽由中高压蒸汽提供。进入C5702的液体一部分在再沸器E5702中蒸发，从塔顶出来在E5703中冷凝，C5702釜液去C5703做为进料，C5703中液体大部分在其再沸器E5703中蒸发，从塔顶出来在E5705冷凝，冷凝后的烷流入V5702，E5705中的尾气去E5706，从E5706出来的不凝器由尾气压缩机K5701压缩后，送至C5501，在K5701的中间冷却器冷凝的烷经冷捕集后送回V5702，C5703剩余的混合物流到小塔釜，用泵P5702送至C5704，通过C5704蒸馏后，塔顶产物排入C5703，底部产物经泵P5710排至皂化V5601。

C5701塔顶产物在E5702冷凝后流至V5703并排至V5701，C5702塔顶气相在E5703冷凝后流至V5701，回流泵P5708从V5701送烷入C5701和C5702做为塔顶回流，泵P5701从V5701送烷至C5402顶部作为热烷循环。C5703塔顶产物冷凝后送入V5702，V5702的环己烷经泵P5705送至C5401顶部，V5702底部废水用泵P5704送至低压。由中间罐区T5201的环己烷经环己烷送料泵P5207送环己烷到V5702作为氧化环己烷的补充。

来自S5701的物料经过FPV5701F进入C5706，环己烷及粗醇酮在C5706再沸器E5720中加热，E5720使用的蒸汽是中高压蒸汽（1.1MPa)，塔顶气相进入C5705再沸器E5722中冷凝；C5706的塔釜液体经过LPV5701F进入C5705。进入C5705的液体一部分在再沸器E5722

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中蒸发，从塔顶出来在冷凝器E5721中冷凝，冷凝液进入V5702，不凝气进入E5706；C5705的塔釜液体由泵P5711A/B经过LPV5701C送至C5704，再蒸发后，有泵P5710A/B送至5L装置。（注：C5705的塔釜液体也可由泵P5711A/B经过LPV5701C直接送至5L装置。）

C5706的塔顶气体在E5722中冷凝，冷凝液进入回流罐V5705，回流泵P5712A/B将V5705中的冷凝液一部分经过FPV5703F送至C5706，为C5706提供回流；一部分经过FPV5461，在E5404中冷却后，作为一股冷烷进入C5401；一部分也可通过LPV5702F进入V5701，目的是控制V5705的液位，并提供一股热烷。

C5706的塔顶气体在E5722中冷凝后的不凝气经过PPV5702F控制，送至E5721进行冷凝，冷凝液进入V5702，不凝气进入E5706。PPV5702是用于控制C5706的他定压力。

C5705的回流是由P5706提供，由FPV5703C控制。

2.4 环己烷氧化低压装置

2.4.1 反应原理和生产方法 （1）反应原理： ① 酯的皂化：

COOC6H11 COONa

(CH2) +2NaOH (CH2) +2H2O + 2C6H11OH COOC6H11 COONa 催化剂② 环己醇脱氢反应：C6H11OH?CuZn????H2?C2H10O

（2）反应的主要影响因素 ① 皂化

a 温度的影响：

温度越高，皂化反应速度越快，皂化越完全，但环己酮在碱性条件下的缩合也相应增加。温度低，皂化反应慢，反应不完全。皂化温度既要保证皂化反应完全，有利于己醛转化成重组分，同时也要使醇酮的挥发和循环减至最小。本装置皂化反应温度控制在95-100℃之间。

b 碱度的影响：

皂化碱度要使皂化得到的产物中酯的浓度很低，同时使醇醛缩合出去醛。碱度过低，皂化反应后酯醛含量高，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。碱度控制在1.0meq/g比较有利。

c 相比的影响：

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皂化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系统中，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，同时还影响反应速度。相比控制在10VOL%左右。

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，使无机相完全分散，以利于反应的进行。

e 环己烷浓度的影响

环己烷的极性较环己醇、环己酮低，亲水性差，皂化反应中，有机相中环己烷浓度太高，是邮寄相和无机相的混溶性差，减少了皂化反应的接触面积，碱层分层性低，反应受到影响。有机相中不含环己烷，碱液层的分散性就好，皂化反应就完全，环己烷浓度过高还会影响到反应温度的稳定，因环己烷沸点低，蒸发量大，带走了热量，但皂化反应后，加入适量的环己烷，可以促进两相分离。 ②环己醇脱氢

a 温度的影响：

环己醇脱氢反应为吸热反应，环己醇转化率随温度身高而增加，适当高的温度有利于醇的转化，温度太低，反应不能发生，温度太高，催化剂的使用寿命迅速下降，而且催化剂晶体易烧结而失活，同时高温下，高沸点副产物增多，覆盖催化剂的微孔降低催化剂的比表面和活性。

b 反应压力的影响：

环己醇脱氢反应为体积的增大反应，降低压力有利于平衡向醇转化方向进行，但实际上只能在常压下进行，工业上高温下的减压操作部安全。

c 原料纯度的影响：

原料中高沸点杂质越少越好，可以减少催化剂微孔的堵塞现象，延长催化剂的寿命。 （3）生产方法及工艺

① 环己烷氧化低压装置工艺路线短：

环己烷氧化高压装置来粗醇酮经皂化、精馏得到环己醇产品，另外环己醇脱氧转化成化基础循环使用。

1997年实现装置60kt\\a；1999年实现装置70kt\\a改造；2006年进行装置124kt\\a改造。

②其工艺技术特点是：

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精制系统采用先进的填料，既保证了产品质量，又实现了节能。

环己醇脱氢采用常压工艺过程，使环己烷氧化物中环己醇转化成为主要产品环己酮。反应温度220℃-250℃，转化率45℅-55℅，出率超过98℅。使用的铜锌催化剂原为国外进口催化剂，97年与辽河催化剂厂合作研制出适合醇脱氢生产的催化剂LY-1，其性能超过进口催化剂T-2492，特别是生产负荷上远高于进口催化剂，实现了催化剂国产化。 2.4.2 工艺流程叙述 （1）皂化

来自氧化高压装置的粗醇酮送入皂化槽V5601，另外来自中间罐区的50wt℅的氢氧化纳溶液（新鲜碱）和自来水封槽V5804的工艺水分别由泵P8101和泵P5812送入V5601.新鲜碱流量由FIV5652控制，要使皂化反应后的醇浓度较低，而且同时利用醛醇缩合反应将低沸点醛、醇转化为高沸点产物，无机相的纯度必须控制在0.8-1.05meq\\g之间。若碱度过高，会有黄褐色胶状醇、酮缩合产物生成，因此加碱亮要根据V5601的碱性变化及时调整。工艺水流量由FIC5651控制，要使AE5652分析样中含有10vol℅的水相，以保证有充足的水相供皂化反应。V5601中的有机相和无机相由搅拌器AGV5601充分混合。有机物和碱水混合物经溢流管流入混合槽V5602.V5601蒸发出的蒸汽经V5601的气相管进入皂化冷凝器E5601.V5601温度必须控制在95℃-100℃之间，这样可以防止游离环己烷存在于无机相中给皂化反应带来不利影响，同时较高的温度有利于己醛转化为较重的产物。在开车初期，为了使皂化反应达到所需的温度，可以通过位于V5601中部的抵押蒸汽喷射器J5601加热。若V5601温度过高，大量醇酮蒸发后进入E5601，醇酮在E5601中冷却后进入S5601的有机相中，使加入V5602的环己烷中醇酮含量过大，容易造成系统乳化。 （2）混合

进入V5602的皂化混合物必须供入环己烷，以便将其中的醇酮萃取到有机相中。环己烷来自皂化分离器S5605由泵P5607加入。氧化高压装置吸收塔C5501底部物料也排入混合槽V5602.V5602产生的蒸汽通过V5602气相馆线流入E5601.为了使V5602的环己烷与环己酮进行充分混合，利用泵P5602回流管线流上的混合喷射器J5602将物料在V5602中循环达到混合要求。V5602底部的混合物由泵P5602排入盐萃取塔C5602，V5602液位由LIC5651控制。 （3）萃取

来自V5602的混合物在盐萃取塔底部成上层有机相和下层水相。C5602的假面液位由LLIC5652控制。上层的有机相上升与自来水封槽V5804的工艺水接触。该工艺谁萃取出分散在有机相中的盐类和氢氧化钠。流量由FIC5654控制在4.0m3\\h左右。下降到C5602底部

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的水相由泵P5603送往氧化高压装置的分解反应器R5420，另外，新鲜碱加入R5420的管线与泵P5603入口相连，加碱流量由FIC5653控制。上升到C5602塔项的有机相流入干燥塔C5801上部。 （4）干燥

C5602项部出来的有机物含有30℅左右的环己烷。由于水在环己酮和环己醇中的溶解度较高，从C5602顶部出来的有机物还含有相当数量的水。环己烷和水必须脱出才能供给精制系统。在干燥塔C5801中，利用烷水共沸将进料中的环己烷和水汽提出。

来自C5602塔顶的有机物进入C5801的顶部塔盘：来自脱氢系统V5905\\V59052的粗醇酮通过P5904经E5819换热后加入C5801中的第8层塔盘。C5801进入经塔釜再沸器E5801加热蒸发后，环己烷、水及极少量的醇酮从C5801的塔顶气相口流入冷凝器E5820。C5801的底部物料由塔底产物泵P5820送入初馏塔进料泵P5806的吸入管线。泵P5806入口同时与粗醇酮贮槽T5802相连，前方多余的物料可以进T5802缓冲。 （5）冷凝与分离

来自皂化槽V5601、混合槽V5602、废碱分离罐5606、废水汽提塔C5603的顶部气相管出口的蒸汽在E5601中冷凝，来自干燥塔C5801顶部气相管出口的蒸汽在E5820中冷凝。这些蒸汽冷凝后靠重力作用流入分离器S5605。凝液在S50605中分离成水层和有机层。下层的水层由LLIC5631控制界面液位50%左右，多余的水排入水封槽V5804。上层的有机层中环己烷含量较高，由泵P5607送到V5602和C5703。E5601/E5802尾气排入火炬总管，使与该冷凝器相连的设备的操作压力固定在与大气压接近的压力下。火炬总管尾端与低压氮气管线相连，为避免火炬管形成爆炸混合气，开停车时火炬管线要用少量的氮气吹扫。TI5631在E5601尾气管线上，TI5822在E5820尾气管线上，尾气温度保持在40℃左右，尾气温度过高就会报警，此时大量的环己烷蒸汽就会进入火炬总管，因此要避免尾气温度过高。 （6）废碱液蒸发

从氧化高压装置来的废碱液排往废碱缓冲罐V0103，由于氧化高压装置过来的废碱液压力较高，废碱液在V0103中闪蒸。闪蒸后的水蒸气和烷蒸汽在罐顶换热器E0103作用下冷凝，冷凝液流入V0104，不凝气通过V0103罐顶呼吸阀排空。当V0104液位高于50

%时，由于现场操作人员通过真空罐回收到系统中。V0103底部的废碱液经P5103送往立式单程蒸发器E5605，流量由FIC5638控制。供往E5605壳程的蒸汽流量由FIC5627控制，使废碱液分离罐S5606排出的皂化液浓缩到40wt%左右。烷水蒸汽由S5606顶部气相管进入E5601。S5606上部装有除沫网，以挡住烷水蒸汽中夹带的含有钠盐的液滴。为减少废碱蒸

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发系统发泡和结垢，需要定期补加废碱消泡剂，由现场操作人员通过氮气将V0105中消泡剂压入V0103。S5606底部的废碱蒸液由泵P5601送往Sec800装置。 （7）废水汽提

送往废水汽提塔C5603的工艺废水来自本装置的水封槽V5804、氧化高压装置回流槽V5702以及尾气制氮装置的废液分离罐。在C5603中，工艺废水由进再沸器E5607的低压蒸汽加热，混合在工艺废水中的环己醇、环己酮和环己烷被汽提出来，汽提后的蒸汽从C5603顶部气相口进皂化冷凝器E5601。汽提后的废水用P5605经冷却器E5606排往Sec600装置。另外，氧化高压装置烷水分器S5401来的酸水经LLPV5403也送入P5606的入口。 （8）精制

① 初馏塔C5802/022

C5802和C58022并联用于脱出精制系统进料中微量的轻组分和水，其中C5802负担55%的生产负荷，C58022负担45%的生产负荷。

C5802塔径2.2米，为三段波纹规整填料，其中精馏段为一段填料，填料高5.8米提溜段为两段填料，填料高为13.2米。C58022塔径2.0米，利用原新酮塔C58032改造，内装三段板波纹填料，其中精馏段为一段填料，填料高8.5米，提馏段为两段填料，填料高15.5米。

为降低塔釜的操作温度，两塔在减压下操作。由于C5802和C58022的操作压力低于C5801操作压力，部分进料在塔中汽化，汽化率为13.8%。C5802操作如下：粗醇酮液由进料泵P5806从粗醇酮贮槽T5802送入初馏塔C5802，进料流量由FIC5802控制在19.6m3/h，压力由PIC5806控制在-47.7Kpa（G）。粗醇酮在C5802中蒸发所需的热量由进再沸器E5802的中压蒸汽供给，蒸汽流量由FIC5803控制。C5802塔顶产物在冷凝器E5803中冷却，冷凝器回入流槽V5801。被有机蒸汽饱和的惰性气体从E5803中流往气体冷却器E5804，在较低的温度下，更多的有机物冷凝并排入回流槽V5801.气体冷却器E5804中被有机物饱和的不凝气体流往真空装置X5802。回流泵P5805将21.2m3/h回流液从回流槽V5801中送往C5802顶部，由FIC5806控制将极少部分的轻组分排往昌德公司。C5802底部醇酮和重组分由泵P5804排往酮塔C5805。C58022操作如下：粗醇酮液由进料泵P5806从粗醇酮贮槽T5802送入初馏塔C8022，进料流量由FIC58072控制在18.7m3/h，压力由PIC58262控制在-47.7Kpa（G）。粗醇酮在C58022塔顶产物在冷凝器E58072/082中冷却，冷凝液流入回流槽V58022。不凝气体流往真空装置X58022。回流泵P58082A/B将22.2m3/h回流液从回流槽V58022中送往C58022顶部，由FIC58282控制将极少部分的轻组分排往昌德公司。C58022底部醇酮和重组分由泵P58072排往酮塔C5805。回流槽V5801/V58022中累积的水通过其底部的现场

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排放管由现场操作人员定期排放。 ② 酮塔C5805

C5805用于分离环己酮和环己酮，为提高它们的相对挥发度，塔在真空下操作。由于C5805的操作压力低于初馏塔压力，进料在塔中汽化，气化率为26.7%。为了减少由不凝气带出系统的环己酮，第二冷凝器E5823冷凝温度设定为35℃。C5805塔径4.2米，内装四段板波纹规整填料，其中精馏段为三段填料，填料高24米，提馏段为一段填料，填料高8.6米。

初馏塔塔底产物由泵P5804/P58072送至C5805最下面一层填料的上部，正常负荷下流量为40.2m3/h左右。物料在酮塔蒸发所需的热量由进再沸器E5821的中亚蒸汽供给，蒸汽流量由FIC5870控制。C5805塔顶气相经冷凝器5822、E5823冷却后，冷凝液流入回流槽V5805。被环己酮饱和的不凝气体流往真空装置X5805。真空装置X5805顶部压力在6Kpa（绝压），压力由PIC5807控制。

X5805为三级抽真空装置：第一级由喷射器J5810和真空冷凝器E5824组成；第二级由喷射器J5811A和真空冷凝器J5825A组成；第三级由喷射器J5811B和真空冷凝器E5825B组成。第一级喷射器J5810通入中压蒸汽，混合汽在E5824冷凝，不凝气体进入第二级喷射器J5811A。J5811A通入中压蒸汽，混合汽在E5825A冷凝，不凝汽体进入第三级喷射器J5811B，混合气体E5825B中冷凝。不凝汽体（尾气）经止回阀、阻火器排入大气。E5824、E5825A/B中的冷凝液流入水封槽V58042。

酮塔回流泵P5822将约20m3/h~56.6 m3/h的回流液从回流槽V5805中送至C5805顶部，部分作为环己酮成品（流量16.9 m3/h左右），经环己酮冷却器E5811排入环己酮贮槽T5803（环己酮质量不合格时改送粗醇酮贮槽T5802），流量由PIR5872指示。C5805塔底环己酮，重组分和少量环己酮由底部产物泵P5821分别送往环己酮塔C5803/C5804 ，该流量约为20.5 m3/h。 ③ 醇塔C5804/C5803

C5803和C5804并联用于回收环己酮和环己醇，两塔各负担50%的负荷。为降低塔釜温度，两塔在真空下操作。C5804操作如下：由泵P5821将C5805塔釜物料送至环己醇塔C5804，流量由LIC5871控制在10.28 m3/h左右。从环己醇脱氢分离器S5905约1.1 m3/h未蒸发的醇酮和高沸物送至C5804底部。环己醇蒸发所需的热量由通入再沸器E5812中的高压蒸汽供给，蒸发流量由FIC5852控制。C5804顶部产物经冷凝器E5813和气体冷却器E5814冷却，冷凝液流入回流槽V5803。被环己醇饱和的不凝气体从E5814流往三级抽真空装置X5804。

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回流泵P5811将约19 m3/h的回流液从回流槽V5803送至C5804顶部。一部分作为塔顶产品送入环己醇贮槽T5804（环己醇质量不合格改送粗醇酮贮槽T5802）。含有少量环己醇和残渣的塔釜产物由P5810送往昌德公司，流量由FIC5853控制在0.4 m3/h左右。C5803操作如下：由泵P5821将C5805塔釜物料送至环己醇塔C5803，流量由FIC5831控制在10 m3/h左右。从环己醇脱氢分离器S59052约1.5 m3/h未蒸发的醇酮和高沸物送至C5803底部。环己醇蒸发所需的热量由通入再沸器E5806中的高压蒸汽供给，蒸汽流量由FIC5826控制。C5803顶部产物经冷凝器E5807和气体冷却器E5808冷却，冷凝液流入回流槽V5802。被环己醇饱和的不凝气体从E5808流往抽真空装置X5803。回流泵P5808将约16 m3/h的回流液从回流槽V5802送至C5803顶部。一部分作为塔顶产品送入环己醇贮槽T5804（环己醇质量不合格改送粗醇酮贮槽T5802）。含有少量环己醇和残渣的塔釜产物由P5807A/B送往昌德公司，流量由FIC5829控制在0.4 m3/h左右。 （9）脱氢反应器R5901

R5901脱氢反应所需的环己醇由脱氢进料泵P5813从环己醇贮槽T5804提取，经脱氢进料预热器E5910，与来自脱氢反应器R5901的环己醇/环己酮蒸汽进行热交换，温度从79℃上升到160℃左右，流量由FIC5901控制在7 m3/h ~10 m3/h左右。进入环己醇蒸发器E5901后，大部分环己醇被蒸发，少量（进料的15%左右）未蒸发的醇酮和高沸物在分离器S5905中与环己醇蒸汽分离，由S5905底部排料管线排入醇塔塔底，流量指示为FIT5911。环己醇蒸汽进入脱氢换热器E5902A/B，与脱氢反应器R5901出来的环己醇/环己酮蒸汽进行热交换，然后从顶部进入脱氢反应器，反应温度为220~250℃。部分环己醇在脱氢催化剂作用下发生脱氢反应，生成环己酮与氢气，脱氢反应后的气体混合物从反应器R5901出来经过E5902A/B换热，然后通过进料预热器E5910和冷凝器E5903、E5904冷却至50℃，醇酮混合冷凝液流入V5905。约1.5的醇酮混合液由泵P5905送至吸收塔C5501的进料深冷器E5504，其余的醇酮混合液由泵P5904经E5819送至干燥塔C5801。E5903、E5904气相部分（主要是氢气及微量醇/酮、环己烯蒸汽）进入分离器S5906，经压缩机K5902/K5903压缩至2300Kpa，送至SEC4000装置。

（10）新脱氢反应器R59012

新脱氢系统是装置扩能改造后，新增的一套相对独立的系统，工艺流程与老脱氢一样，新老脱氢共用氢气压缩系统。老脱氢的生产能力为6万吨/年，新脱氢为8万吨/年。 （11）热油系统

热油系统提供脱氢反应所需要的热量，包括热油炉、热油循环泵，膨胀槽和热油贮槽。

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氧化低压装置有热油炉3台，其中F5901/F5903两台热值功率75万大卡，F5902热值功率为150万大卡。热油炉燃料均为液化气，液化气由外界分别送入缓冲罐V5906、V59062，V5906由PPV5917控制压力后分别供给F5901、F5902。V59062由PPV59152控制压力后供给F5903。

热油循环泵将经过脱氢反应器壳程换热后的热油送至热油炉，热油在热油炉被加热至260℃左右循环回脱氢反应器。膨胀槽安装在装置三楼，底部有管线和热油循环管相连，顶部通过呼吸阀与大气相通，以保证热油循环管充满热油。新老脱氢热油系统相对独立，但是2套进出热油炉的热油管线间有管线相连，必要时可以互串，用来满足非正常情况下至少一套脱氢反应器的热量供给。

2.5 肟化车间

2.5.1 贝克曼重排

贝克曼重排反应（Beckmann rearrangement）是一个由酸催化的重排反应，反应物肟在酸的催化作用下重排为酰胺。若起始物为环肟，产物则为内酰胺。此反应是由德国化学家恩斯特·奥托·贝克曼发现并由此得名。

2.5.2 中和

3 + H2SO4 ? (NH4）2SO4 加入氨水中和多余的酸 2NH2.5.3 萃取

入口为70%己内酰胺水溶液，在搅拌的情况下，溶解度虽不高，用大量的苯溶解，出口为20%己内酰胺-苯溶液。再经过脉冲塔的水反萃取。简易流程图如下图（6）所示。 2.5.4 离子交换和加氢

通过阴阳树脂进行离子交换，主要功能为除去大分子以及一些杂质，阴离子交换SO4，

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阳离子交换NH4 ，然后加氢。 2.5.5 蒸发

该处为三效蒸发多效蒸发流程是由多个蒸发器组合后的蒸发操作过程。

多效蒸发时要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效低，引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质，即后效的加热室成为前效二次蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽。一般多效蒸发的末效或后几效总是在真空下操作，由于各效（除末效外）二次蒸汽都作为下一效的加热蒸汽，故提高了生蒸汽的利用率，即经济性。需要强调的是蒸发量与传热量成正比，

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