丙烯腈操作规程(工艺流程)

1、8 万吨/ 年丙烯腈装置操作规程、八前言本规程以 QLMD SY0002 2001 版操作规程为基础，根据股份公司炼油板块的具体要求进行修订。本规程修订的目的，主要是完成对传统操作规程具体内容的修改，使之更适应操作需要。其中装置开、停工规程、大型机组的开、停机规程及 各种单体设备的操作规程、操作指南和事故处理预案采用新模式编写，同 时对整个操作规程结构进行调整和补充。 新版操作规程岗位职责规定清晰， 操作动作具体，更符合生产操作要求，有利于操作人员学习和执行。本规程执行中国石油 企业标准。本规程实施后取代原来的丙烯腈装置操作规程。本规程由归口管理。本规程起草单位为聚合物一厂丙烯腈单元。本规程编

2、制人员：单元审核人：8万吨/年丙烯腈装置操作规程第一章工艺技术规程1.1装置概况1.1.1装置简介装置工艺引进美国 BP化学公司，投产于一九九五年，原设计能力为5万吨/年，我厂引进后，由中国石油兰州石化设计院设计。2001年回收精制进行了部分 8万吨/年配套项目的改造，改造后生产能力达6.5万吨/年, 2002年进行了提高精制回收率改造，改造后使装置精制回收率得到提高，2004年装置进行了 5万吨/年扩能至8万吨/年的二期工程，改造后生产能力达到8万吨/年。装置主要由反应部分、精制部分、辅助系统三部分组成。反应部分包括原料系统、反应系统、回收系统；精制部分包括精制系统、产品储存 系统；辅助系统

3、包括空压制冷系统、四效蒸发系统。1.1.2工艺原理(1) 反应器的工艺原理丙烯、氨和空气在催化剂存在的条件下，在流化床反应器内反应生成丙烯腈和其它副产物，该反应 是放热反应。其主要反应如下：3CH2=CHCH3+NH3+ 02宀 CHCHCN+3H)2333CH2=CHCH 3+ NH3+ 02 CH3CN +3MO222CH2=CHCH 3+3NH 3+3023HCN+6H0此外，还有丙腈、丙酮、丙烯醛、乙醛、乙酸等副产物，这些均做为杂质从产品中除去。反应器内所用的催化剂是一种非常细小的颗粒，当气体通过催化剂床层时，催化剂象液体一样流动，称为流化的催化剂。通过催化剂床层上升的反应气体不仅可以

4、引起床层的上升和膨胀，而且会使床层在反 应器内流动和翻腾，就象水在锅中剧烈沸腾一样。若通过反应器的气体流量太低，气体和催化剂将不能够 得到良好的接触，那么气体仅能以鼓泡或沟流的形式通过催化剂床层；另一方面，若气体流量太高，就会 引起反应器内催化剂床层高度过高而导致催化剂被带出反应器造成损失。线速度大小会影响到催化剂的流化效果。线速度可按照如下方法计算：反应器线速度，m /s=(反应器进料量)(Tr) ( Pn) (1.05) /(反应器截面积)(Tn) ( Pr)(a) 反应器进料量=进入反应器的空气、丙烯及氨的流量之和，Nm3/s。(b) 反应器截面积=未按内部构件校正的反应器截面积，平方米

5、(43.9m2)。(c) Tr =反应器床层温度，K( = 273+ C )。(d) Tn = 273K，标准温度。(e) Pr=反应器顶部压力， KPa。(f) P n =标准压力，KPa(g) 1.05 =出料气与进料气的摩尔比。开车时，反应器进料组分应按下列顺序进入：空气、氨和丙烯；停车时，反应器进料组分的切断应 严格按照相反的顺序，即：首先切断丙烯进料，然后切除氨进料，最后是切除空气进料，或同时切除这三 种原料。这是为了避免在反应器中形成爆炸性混合物。反应过程中产生的热量必须移出，以保持反应区域的温度在420 C460 C范围内。为移出这部分热量，在反应器催化剂床中安装了撤热系统，该系

6、统由竖直安装在反应器催化剂床中的32组盘管组成。在这些盘管中，有22组用于产生蒸汽，10组用于蒸汽过热。用于蒸汽过热的10组盘管其中6组是3通道 的，4组是6通道的；而用于蒸汽发生的盘管中有 18组6通道盘管、2组5通道盘管以及2组2通道盘管。在反应器集气室和反应器出料管线存在着后燃的可能性，这一情况可根据后燃点温度以每秒3060C急剧上升来判明。以下原因可能导致后燃发生：如果催化剂被过度的还原，大量的丙烯将不能反应， 并且与空气混合可能形成易燃物，因此反应器出口气中的氧含量应该保持在要求的范围内(通常，13%),以防止催化剂被过度的还原；若氨对丙烯的配比太低，易在催化剂床层上方燃烧的过量丙烯

7、醛就会产生， 因此氨对丙烯的配比也应保持在要求范围之内，也就是说所有的进料必须是精确计量的。如果反应器出口 气中氧的含量太高，其中的有机物就可能燃烧。反应器内装有八组三级旋风分离器，反应气体在离开反应器之前必须通过旋风分离器。这些旋风分离 器能脱除大部分被反应气体夹带出的催化剂，催化剂落入各自旋风分离器下部的料腿，并返回至催化剂床 层。第一级料腿向下延伸至反应器下部，第二级和第三级料腿延伸至反应器密相床中部，并装有翼阀，翼 阀由挡板构成，以阻止气体在旋风分离器料腿中向上流动。当料腿中催化剂的重量克服翼阀外部的压力时，挡板就会间歇地打开，当挡板打开时，一些催化剂就会被卸至催化剂床层中。第二级和第

8、三级料腿在三个 位置进行仪表风的吹扫，吹扫必须始终进行。仪表风的吹扫能使料腿中的催化剂保持流化，有助于催化剂 的流动。料腿堵塞会导致催化剂损失量的异常增长。在急冷后冷却器的出口连续地抽出反应气体样品，并使之通过氧分析仪，实现反应器出口气体中的氧含量的连续监测，反应器出口气中的氧含量应该保持13%(mol)。通常，反应温度的降低或催化剂藏量的减少将使过剩的氧增加，而且丙烯转化成二氧化碳和一氧化碳的量一般也会减少。反应气体中的氧含量为零，会引起催化剂还原，这种情况应予以避免。新鲜催化剂颜色是介于棕黄色至浅褐色之间的，当催化剂在使用时其颜色迅速变成“巧克力褐色”。若催化剂被过度还原，其颜色就会变黑。

9、当催化剂被还原时，丙烯转化成丙烯腈的量就会下降。如果氨对丙烯的配比太低，催化剂也可能被 还原。所以氨对丙烯的配比也应保持合理的范围之内(一般在1.15 s 1.18 )。除催化剂被还原的可能性之外，氨对丙烯的配比的重要性还基于下面二种原因， 其一，如果配比太低，就会有过量的副产物一一羰基化合物生成（丙烯醛、丙烯酸等）；其二，如果配比太高。就会过量地消耗硫酸。由于进料流量的重要性，应根据孔板处的温度和压力校正这些流量。在计算配比时，应把丙烯组成的 变化考虑在内。上述的实际配比可随操作情况的变化而改变。反应器操作条件的任一改变都会引起其它条件的变化，因此很难预测任一条件改变造成的整个影响。例如反应

10、器内压力增加会减少反应器中气体的比容，因而降低了通过催化剂床层的气体速度和催化剂床层 的流化程度：由于压力升高，二氧化碳产物增加，其结果是反应温度升高和反应器出口气物料中氧含量下 降。检查催化剂床层是否流化良好的一个方法是：测定料位密度记录仪上的料位曲线的幅度的变化，区域 越窄，流化效果越好。在空气分布板上方的催化剂藏量应保持在合理的范围内，这将有助于在设计条件下获得良好的反应温 度的控制和最高的丙烯腈收率。反应气体离开反应器后，立即通过反应气体冷却器（E-102）。在通过该冷却器时反应气体与锅炉给水换热并从445C冷却至200C。为防止热冲击可能损坏这台冷却器，应确保只要有热的反应气体通过，

11、水就 要流过这台冷却器。（2）急冷塔的工艺原理急冷塔为两段式塔，用来使反应气体从200C冷却至80C ;在急冷塔下段把夹带的催化剂和重组分从反应气体中分离出来；在急冷塔上段中和反应气体中未反应的氨。急冷塔下段急冷的实现是通过引入四效残液完成的，该液体经过两块除沫塔盘后进入塔内。当反应气体（其中的水蒸汽量是未饱和的 ）通过急冷塔下段时，其中的水蒸汽量会变成饱和状态，水的绝热蒸发起到 了冷却反应气体的作用。在急冷塔内四效残液中的所有聚合物仍然会保留在未蒸发液之中，并作为急冷塔 釜液排出，急冷塔釜液中含有很低浓度的丙烯腈、催化剂微粒和聚合物，送至废水处理系统。脱氢氰酸塔分层器的水相以及成品塔釜液也要

12、引入急冷塔下段，在急冷塔中，这些物料中的丙烯腈从 液相中闪蒸出来进入急冷塔上段得以回收。来自脱氢氰酸塔水相物料中的醋酸与氨反应生成醋酸铵。醋酸 铵和成品塔釜液中的聚合物都存留在急冷塔釜液中，送至废水处理系统。经过反应器而未转化的氨必须中和除去。如果剩余氨过多，氨可能与丙烯腈反应形成各种聚合物，并 且氨还能促使氢氰酸聚合。未反应的氨是通过与加至急冷塔上段循环水物料中的硫酸起反应来除去的，硫 酸和氨反应生成的硫酸铵用泵送至硫酸铵回收装置。硫酸的加入量取决于急冷塔上段循环液的PH值控制,PH值的范围应在3.55.0o通过控制急冷塔上段加入的急冷水量，使得急冷塔上段的硫酸铵的浓度控制在18-22%（

13、Wt）o 一台塔顶除沬器安装在急冷塔的后面，以捕集带出的液滴并使其返回到急冷塔上段。当急冷塔上段的硫酸铵浓度达到26% Wt（或更高）时，就会产生相分离。硫酸铵浓度升高时，硫酸铵中聚合物的溶解度就会降低，聚合物相一但成形并老化，就能造成此设备及相连管道的严重堵塞问题。(3) 吸收塔的工艺原理吸收塔全塔为高效填料，吸收塔设计能回收进料气中99.9%的丙烯腈。吸收塔以及相关的热交换器和蒸发器是一个综合的系统。吸收塔系统中任何部分操作条件的变化，都 会影响到其它部分，操作变化的互相联系和整个影响将需相对较长的时间，才能在此设备中得以明显的体 现。吸收水流量的主要控制点是吸收水冷却器出口贫水管线上的流

14、量调节器(FIC-1223)，此调节器的设定值是根据吸收水的需要量来确定的，该调节器的改变将使吸收塔中段集液盘上的液位发生变化，通过集液 盘液位调节器(LLCA-1206)的自动控制，从而改变了吸收塔上段循环回路中的水流量，然后，通过吸收塔 塔釜液位指示调节器(LICA-1207)的作用，使吸收塔塔釜富水的流量发生了改变，该流量的变化又调整了吸收塔塔釜的液位，并使吸收塔在新的贫水流量下操作。从以上流量变化和控制说明可以明显地看出，水的 流量的改变必须缓慢地进行，使得在做进一步改变之前，应有充足的时间自动地调整液面。高压有利于吸收。在与反应器良好的操作状态相一致的前提下，吸收塔应在较高压力下进行

15、操作(注:低压有利于丙烯转化成丙烯腈)；低温也同样有利于吸收，吸收塔设计在20 C的塔釜温度下操作。如果低温能够获得，且系统各处的吸收水没有冻结的危险，那么吸收塔低温操作是有益的。采用较低的温度，可 以在较低的压力或较低的水流量下能够获得同样的吸收效果，或者在同样的压力和水量下吸收效果更好。如果不能获得20C的塔釜操作温度，那么增加压力，吸收也会增加，在恒定的温度和压力下，水量的增加，同样有利于吸收。吸收塔尾气物料的分析结果，可用来确定应使用的水量、操作温度和操作压力。通常尾 气中丙烯腈的量应小于 1kg/hr。吸收塔的操作温度受制冷系统能力的限制。要维持所期望的吸收温度，天暖时操作就会比天冷

16、时需要更多的冷量。吸收塔全面的温度控制取决于很多因素，以下段落是就其中一些因素的讨论。急冷后冷却器：气体离开后冷却器进入吸收塔。如果温度较高，就必须在吸收塔中移出较多的热量， 另外吸收塔进料气温度较高必然导致吸收塔进料中水蒸汽增加，这部分多余的蒸汽冷凝下来所释放的热量 也必须从吸收塔中移出。急冷塔后冷器凝液冷却器：从急冷后冷却器出来的工艺冷凝液在此进一步冷却到10C。然后送至吸收塔下段填料层的上部。吸收水冷却器：较低的温度有利于吸收塔操作。丙烯蒸发器的操作：如果较多的丙烯被蒸发，就需要较多的热量，贫水从蒸发器出来的温度就较低，因此丙烯蒸发器和吸收塔的操作是互相联系的，蒸发器壳程压力的减小会使丙

17、烯蒸发温度降低。氨蒸发器的操作：氨蒸发器和丙烯蒸发器是类似的，氨的蒸发量、蒸发器壳程氨的压力以及吸收水的温度都是相互联系的，氨蒸发器或丙烯蒸发器的温度太低都有可能导致吸收水冻结。要吸收的气体量：吸收热必须从吸收系统中移出。如果更多的气体被吸收，就必须从系统中移出更多热量。进料气的组成：吸收热随进料气组成的变化而变化。因此改变这些组分的量， 会使热负荷也随之改变。吸收水流量：所有循环的吸收水必须冷却。因此，吸收水流量改变，热负荷也将随之改变。下段循环冷凝器：通过 0C盐水将吸收塔釜液冷却至 20C，保证丙烯腈的吸收效果。(4) 回收塔的工艺原理回收塔是一有 90块浮阀塔盘的塔，它通过萃取精馏把乙

18、腈从丙烯腈中分离出来，同时将大部分水脱除。如果两种组分的沸点非常相近，简单的精馏技术无法使它们分离，可采用萃取精馏分离这两种组分。在萃取精馏时，引入第三组分一一溶剂，以助于分离，第三组分的存在提高了一种主要组分的相对挥发度。在回收塔中，使用水作为溶剂将乙腈从丙烯腈中分离出来。丙烯腈最好以丙烯腈一一水共沸物的状态 从塔顶馏出，但有时带出的水比形成共沸物所需要的水要多一些；乙腈从回收塔下段汽提出来，并作为汽 相侧线从塔中引出。进料中的氢氰酸被分开了，其中大部分和丙烯腈一起从塔顶采出，其余的和乙腈一起 从侧线引出，进入乙腈塔。影响回收塔操作的可变因素如下：I 回收塔温度分布n .塔的压力川.溶剂水流

19、量w .进料量v.热量输入a) 再沸蒸汽b) 进料和溶剂水的流量和温度W .溶剂水中乙腈量下面就讨论这些可变因素的作用及其相互影响。回收塔温度分布：下页的示意图是典型的回收塔温度分布图，其实线表示所期望的分布状态，虚线表 示以下讨论的变化情况。温度分布对回收塔的操作是很重要的，但是温度分布并不能表示出什么时候的出料组分可能是不合格的，最终的控制数据要看塔顶物料和侧线物料的分析结果。乙腈塔进料中丙烯腈的含量也很重要，但由于 这股物料中丙烯腈的浓度总是很低，因此，选择乙腈塔塔顶物料的分析是观察回收塔操作的一个好位置。正如图中虚线所示，塔的温度分布是可能改变的，它可以通过改变包括溶剂水和进料的温度、

20、溶剂水流量、蒸汽量、温度调节器的位置和温度设置以及塔压力的综合效果达到。曲线上“ A”点以上的变化主要是由去塔顶水量的变化引起的。这些温度的变化并不是关键性的，但 是为了尽量减小塔顶恶唑、乙腈、丙酮和水的量，应该保持尽可能低的塔顶温度。“B”点以下温度变化是由于压力和组分的变化造成的。回收塔温度分布图图中“A”和“B”两点之间的温度变化非常重要。当这些温度向上方的虚线移动时，回收塔塔顶物料中就会出现大量的乙腈；当这些温度向下方的虚线移动时，在乙腈塔进料中就会出现大量的丙烯腈。为了获得回收塔最灵敏的控制，将温度记录调节器(TIC-1233)设置在第48板，其温度设定值为8087C,温度记录调节器

21、(TIC-1233)就能测出“ A”和“ B”之间拐点处的温度。压力：回收塔在微小的正压下操作，使得分层器可向洗涤器排气。在回收塔内，较小的压力变化对分离的影响可以忽略不计。溶剂水量：溶剂水量(溶剂水与丙烯腈的理论配比为& 1)是重要的，这是因为溶剂水量太小，将导致乙腈和丙烯腈的分离效果不好；溶剂水量太大，就会造成蒸汽和冷却水的不必要浪费。设计的溶剂水量 是相对保守的，并且若溶剂水温度较低，溶剂水的需求量也就较少。进料量：当一股需回收的物料加入进料中或从进料中消除时，进料量会改变，这些改变应缓慢地进行。当加入或除去一股上述物料时，应仔细地观察回收塔操作情况。再沸蒸汽：在回收塔正常操作期

22、间，为控制该塔，进入再沸器的蒸汽量是操作者或计算机最常调节的 变量，在调节同时，要密切注意塔的温度分布。通常的反应是：如果太多的丙烯腈去乙腈塔而损失，就需 增大进入再沸器的蒸汽量；如果回收塔塔顶的乙腈量太大，就需减小再沸蒸汽量。溶剂水和进料：进料和溶剂水的稳定控制对保持回收塔恒定的热量输入是重要的，这些物料的流量或 温度的改变都应缓慢地进行。溶剂水和进料的设计温度分别是48C和66C,开始操作时应稳定在这些温度上，有了操作经验后，就能找到实际需要的值。溶剂水中的乙腈量：溶剂水中乙腈的浓度能强烈而迅速地影响到回收塔塔顶乙腈的浓度，因此抽出的贫水/溶剂水物料中的乙腈浓度必须保持在50ppm以下。应

23、该注意的是，任何残留在贫水/溶剂水侧线物料中的乙腈，都将存在于送往回收塔塔顶的溶剂水中，并且其中大约80 %的乙腈将同丙烯腈一起从回收塔顶部馏出。由于回收塔釜液中含有 98%以上的水，当塔釜压力大约是0.07MPa (G)时，回收塔釜液温度应恒定地保持在大约115C左右。这一温度和塔内其它点温度的降低都表明乙腈，甚至还有氢氰酸正沿回收塔下 降，这种情况可以通过加大进入该塔再沸器的热量来调整，增加的再沸器热量将加热整个塔。为了避免回 收塔温度分布图中“ A和“B”两点之间对应塔段的升温，去乙腈塔的侧线采出气相量也要同时增大，这 样操作的结果能使回收塔塔釜的蒸汽量增加，而不致使塔的中部过热。回收塔

24、釜液中杂质(乙腈)含量的较小改变，对115C的塔釜温度不会有明显地影响。溶剂水中乙腈含量为25ppm或100ppm时，塔釜温度会是相同的，然而， 25ppm和lOOppm的差别足以造成回收塔顶部粗丙 烯腈的不合格。因此该塔的一个重要的控制点是控制溶剂水中的乙腈含量。回收塔顶部出料：回收塔顶部出料气必须冷凝冷却至大约40C以下，以便在分层器中实现相分离，即:在分层器中分成含丙烯腈88% (wt)的富丙烯腈相和含水约 83% (wt)的富水相。富丙烯腈相中丙烯腈和水的比例约为10： 1，剩余组分主要是氢氰酸；水相返回至回收塔进料，以便通过再处理回收少量有机物。为防止腐蚀和确保丙烯醛、丙酮能与HCN

25、反应生成氰醇(ACH),应通过向回收系统中加入碳酸钠溶液 使得回收塔分层器水相的PH值保持在5.57.2之间。(5) 乙腈塔的工艺原理乙腈塔是一有15块浮阀塔盘的塔，设计可生产浓度为5 %的粗乙腈(国标级生产时)。在进料量恒定 的条件下，减少出料量，将使回流比增加，并因此获得较高的乙腈纯度。但是，必须注意的是，酰胺级生 产时丙烯腈中杂质恶唑可通过粗乙腈的出料而被除去，在减少出料量的同时，侧线中恶唑含量会上升，应 确保出料量能足以将系统中的乙腈及恶唑移出，出料量太低可使过量的乙腈及恶唑返回回收塔，致使丙烯 腈中乙腈及恶唑含量不合格。可根据反应器中乙腈的转化率和侧线恶唑的含量，确定所希望的粗乙腈出

26、料 量和乙腈纯度。(6) 脱氢氰酸塔的工艺原理脱氢氰酸塔是一有 62块浮阀塔盘的塔。此塔的作用是从丙烯腈中脱除氢氰酸和水，回收并生成高纯 度的氢氰酸。该塔的进料是来自回收塔分层器的粗丙烯腈。自脱氢氰酸塔顶部出来的气体由氢氰酸、少量的水及少量的丙烯腈组成，送至丙酮氰醇装置或焚烧炉。需重视的是，为了满足最终的丙烯腈产品质量要求，在脱氢氰酸塔中需将氢氰酸从丙烯腈中除去。脱氢氰酸塔在真空状态下操作。在0.075MPa (A )的压力下，其塔顶设计温度为17C，塔顶温度通过监测第52板温度的温度记录调节器 (TIC-1306)来保持，该调节器是和调节塔顶回流量的流量记录调节器 (FIC-1305)串级的

27、。在恒定的压力下，温度上升表示丙烯腈的损失量增加，氢氰酸的纯度也就必然降低。如果塔的其它部位温度分布没有改变，塔顶温度稍微低一点是允许的；如果该塔第52板的温度开始下降，则表示氢氰酸未被除去，而且是沿塔下降，这将导致塔釜液中的氢氰酸过量。去再沸器的贫水通常 以恒定的流量运行，其流量的设置应使塔内保持合适的汽液比。醋酸加至塔顶冷凝器和排气冷凝器的入口，以防止液体氢氰酸的聚合。为了脱除水，从脱氢氰酸塔21板抽出丙烯腈液体，并经侧线换热器和侧线冷却器冷却至38C，进入分层器中发生相分离并分成两相：有机相含有大约95%的丙烯腈，其余是水、少量的氢氰酸和重组分，有机相作为脱氢氰酸塔下段进料返回该塔的第2

28、0板；水相含有大约 90%的水，其余是丙烯腈和少量的氢氰酸，水相通常返回急冷塔以回收丙烯腈，也可送往回收塔54#。在脱氢氰酸塔下段，水、少量的氢氰酸和丙酮从丙烯腈中除去。在脱氢氰酸塔分层器中氰化物含量越 低，脱氢氰酸塔干燥段的脱水能力就越好。由于塔釜液中杂质含量是变化的，因此分析该塔的塔釜出料是重要的。除非杂质的量变化很大，否则 不会显著地改变塔釜温度。(7) 成品塔的工艺原理成品塔是一有50块浮阀塔盘并真空操作的塔，它能把重组分和轻组分从丙烯腈中分离出来。塔顶系 统包括一台塔顶气体冷凝器和回流罐，一台排气冷凝器和真空泵。排气冷凝器和真空泵用来排除不凝气体 和维持系统在所要求的压力下操作。塔内

29、温度固然重要，但不能用来进行控制，成品出料和塔釜出料的分析对于确定该塔的操作效率是必要的。塔釜温度的控制取决于塔釜中杂质的含量和类型，在0.068MPaG的压力下，塔釜温度大约为 69 C。塔釜温度可通过改变去再沸器的贫水流量或调节塔顶温度来控制，而塔顶温度取决于塔顶压力，即在 0.04MPaG的压力下，塔顶温度大约为50 C。反应生成的重产物和精制系统中形成的任何聚合物，都经由成品塔塔釜出料排出除去，其流量最初应 设定在设计值，有了操作经验后，就可确定该流量是否需要改变。丙烯腈成品作为液相侧线从成品塔的第40板（或者44板）抽出，这样就能得到纯的产品，而使低沸点的杂质从塔顶馏出。排气冷凝器先

30、将凝液从塔顶气体中排出，再将不凝气体排放出去。大部分塔顶物料作 为回流返回至成品塔顶部，其余部分通常返回至回收塔进料。物料返回至回收塔进料可使低沸点杂质从成 品塔中除去并防止杂质积存在成品塔顶部。成品塔的操作是通过进入热虹吸再沸器的贫水来控制的。为了除去塔中的固态聚合物，由釜液泵抽出 的成品塔釜液先经过滤，然后送往急冷塔以回收丙烯腈。为了降低成品塔的操作温度，该塔采用真空操作。其优点是：首先减少了重组分的形成；其次稳定了该塔进料中的氰化物。经验表明，这种方法对于保证产品中氢氰酸的规格是适用的，在此简略讨论一下氰醇。本装置中最常产生的氰醇是丙酮氰醇，此外有时还检测出有其它羰基类氰醇。这些化合物趋

31、于在低温（3045C ）酸性介质（PH57）中形成，并且在这样的条件下存留时间较长。在高温 和碱性介质中，这些化合物趋于分解。氰醇在回收塔分层器、脱氢氰酸塔分层器和成品塔回流罐中形成。当这些氰醇通过系统时，容易在再 沸器中分解，形成游离的氢氰酸和游离的羰基化合物。通过加入醋酸、降低温度或减少停留时间，可稳定 这些氰醇。（8）轻有机物气提塔的工艺原理轻有机物汽提塔是一有30块浮阀塔盘的塔。四效蒸发器凝液送至该塔，以脱除微量的游离氨和轻有机物。轻有机物汽提塔顶部蒸出气送至回收塔塔釜或急冷塔下段汽提罐；汽提塔釜液送至污水处理厂。碳酸钠加至轻有机物汽提塔的第10板或者第5板，以控制塔釜液的PH值，这对

32、控制外排污水中总氰、COD含量起到重要的作用。轻有机物汽提塔的操作是通过控制进入热虹吸再沸器的蒸汽量来实现的。1.1.3工艺流程说明（1）反应系统工艺流程丙烯腈的生产是以丙烯、氨和空气为原料，在流化床反应器中经催化反应而完成的。原料液态丙烯由 V-201A/B/C （丙烯球罐）靠自压直接送入 E-104A/S （丙烯蒸发器）（0C蒸发）。气态 丙烯经过V-132 （丙烯捕沫器）捕沫后进入 E-134 （丙烯过热器）（由副产0.3MPa蒸汽加热），气态丙烯过 热至66 C与氨混合。原料液态氨由 V-202B/C/D （氨球罐）靠自压直接送入E-105A/S （氨蒸发器）（7C蒸发）。气态氨经过V

33、-134 （氨捕沫器）进入 E-133 （氨过热器）（由副产0.3MPa蒸汽加热），气态氨过热至66C与过热丙烯以 需要的比例在丙烯/氨进料混合器中混合，混合气体进入R-101 （反应器），流量分别由流量记录调节器FICAS-1101和FICAS-1102来控制，然后通过丙烯/氨分布器进入催化剂床层和原料空气发生反应。吸收塔T-103来的贫水依次进入 E-105A/S和E-104A/S管程，作为热源分别加热气化液态丙烯和氨。 每台蒸发器在正常液面和最低液面之间的容积有约20分钟的停留时间，定期或连续将其底部的浮油分别送入V-107 （丙烯排液槽）和 V-108 （氨排液槽），并分别用副产0.3

34、MPa蒸汽将其加热，以回收所夹带的 丙烯和氨。蒸出的丙烯和氨分别进入V-132和V-134。空气取自大气，经过滤进入空气压缩机C-101。C-10I将空气压缩至0.2MPa（G），经空气流量记录调节器（FICAS-1103）控制进入反应器锥底，并通过一个特殊设计的分布板向上流动。空气可有部分放空，放空 的空气流量由流量调节器（FICAS-1104）来控制。压缩机采用蒸汽透平驱动，其驱动蒸汽来自R-101副产高压蒸汽或管网蒸汽，压力为3.5MPa，温度为343C,经V-115 （凝液分离器）后进入蒸汽透平。该蒸汽透平所排出的蒸汽压力为 0.3MPa，温度为145 C,并入丙烯腈单元 0.3MPa

35、 （G）蒸汽管网。C-101压缩后的空气，经开工加热炉F-101开工空气加热炉进入反应器R-101底部，然后经过空气分布板向上流动进入床层并以一定的比例与丙烯/氨混合。丙烯、氨和空气在反应器内向上流动，使催化剂 床层流化，这样10100卩m范围的催化剂固体颗粒完全散开，同时发生氧化还原反应。开工时F-101以丙烯气作为燃料，将 C-101来的原料空气加热到 480C后进入R-101，以加热催化剂。在R-101中，丙烯、氨和空气在催化剂作用下，进行氧化反应生成丙烯腈，同时还生成氢化氰、乙腈、CO、CO2、出0、丙烯醛、丙烯酸等，反应气体流出物中还包括部分未反应的丙烯、氨、氧气和氮气等。由于生成丙

36、烯腈和其它副产物是剧烈的放热反应，因此需要不断地将热量部分移出。在反应器内装有 多组垂直放置的“ U”型盘管，盘管内有经过处理的水通过，反应生成的热量传递给盘管内的循环水流， 并产生了 4.36MPa的饱和蒸汽。产生的高压蒸汽经V-104 （蒸汽发生器）进入 R-101另外的“ U ”型蒸汽盘管中过热成为过热蒸汽，然后送至空压制冷岗，为机组运行提供动力。过剩的过热蒸汽可以直接并入界 外3.5MPa蒸汽管网，或经减温减压器后并入界外1.0MPa蒸汽管网。R-101顶部设有并列的八组三级旋风分离器，反应气体离开反应器前通过这些分离器，以回收大部分 被反应生成气夹带的催化剂，并通过料腿使催化剂返回床

37、层，第二级，第三级料腿底部均装有翼阀，仪表 风（IA）通过压力控制阀（PCV-0105）减压后，向旋风分离器第二、三级料腿通风，每个料腿都有各自的转子 流量计（FI）进行流量指示和调节。并且每只料腿有三点吹入。在正常操作状态，反应器内只能产生少量的 催化剂细微颗粒。由于这些细微颗粒太小而无法被旋风分离器分离回收，它们将由反应气体经集气室进入 E-102 （反应气体冷却器）管程，在此同除氧水间接换热冷却至200C，然后进入T-101 （急冷塔）下段。反应器床层温度由两个层面温度显示，它们各自为五个热电偶显示值的平均值，这两个层面温度可实 现切换。反应温度的控制，可通过投入不同数量的蒸汽发生盘管来

38、实现，反应温度微调可通过调整丙烯进料量实现。在反应器正常停车或紧急停车的情况下，可以通过手动控制阀（HIC-1102）计量地将氮气通入反应器进料分布器：一方面为了吹除反应器和下游设备中的有机物，防止这些有机物在空气存在的条件下形成爆炸 性混合物；另一方面是在催化剂装/卸及事故状态无丙烯、氨通入R-101时，避免分布器孔眼堵塞。氮气流量由FI-1110记录。反应气体自R-101顶馏出后进入反应气体冷却器 （E-102），通过旁路调节器（TICA-1155）控制进入E-102 锅炉水的量，使 E-102的出口气体温度控制在 200s 230C。经初步冷却的反应器出口气进入急冷塔T-101塔釜。脱盐

39、水来自界外，经过污水换热器E-103与排污器V-105来的锅炉排污水换热后进入脱盐水罐V140 ;精制及四效部分来的蒸汽冷凝液也进入V-140与脱盐水混合（统称为脱盐水）。该脱盐水经脱盐水泵P-160A/S送入除氧器V-106 ,并用0.3MPa （G）蒸汽吹除脱盐水中的溶解氧，除氧后的脱盐水称为除氧水。除氧水由供水泵 P-103A/S送入E-102管程，与反应气体换热后进入蒸汽发生器V-104。V-104蒸汽发生器底部饱和水经反应器冷却水泵P-102A/B/S大部分送至反应器“ U ”型蒸汽发生管部分汽化产生高压蒸汽，然后返回V-104，小部分经TRC-1155调节与P-103A/S出口除氧

40、水混合，经 E-102返回V-104。V-104顶部出来的高压饱和蒸汽一部分去R-101过热盘管形成过热蒸汽，然后与未过热的饱和蒸汽混合后，经 TRCA-1161 （过热蒸汽温度调节器）调节混合成为3.5MPa （G）的高压过热蒸汽，作为C-101和C-401的蒸汽透平作动力使用，多余的高压过热蒸汽作为副产蒸汽并入动力3.5MPa或1.0MPa蒸汽管网。V-104有约1%的排污水经减压连续排入V-105，回收的低压蒸汽进入V-106，其底部污水经 E-103与脱盐水换热，冷却至约40 C后排入雨排水系统。为保证蒸汽发生系统的水质稳定，定期取样分析并加入化学药品磷酸三钠（Na3PO4 12H2O

41、）。磷酸三钠在V-112A （化学品配制槽）中用脱盐水配制成水溶液后，由P-104A （化学品注入泵）注入到 P-103A/B出/入口管线。开车时由PE-104 （催化剂料斗喷射泵）将 V-102 （催化剂贮罐）抽真空，催化剂从催化剂桶中被吸入 V-102中，然后由此用空气输送至R-101内。V-102抽真空时带出的催化剂经其顶部的GJ-105 （催化剂旋风分离器）分离后返回罐内，未分离下来的微量催化剂经PE-104喷射泵进入V-137 （催化剂分离器），定期清理。由于反应气体不断带走反应过程中磨损的催化剂细微粒子，以及催化剂因长期使用活性下降，所以设 有补加催化剂系统。将 V-103 （催化

42、剂补充料斗）利用PE-104抽真空，补充催化剂自催化剂桶中吸入料斗内，催化剂 MB-98-1作为补加催化剂从料斗底部流出，经自动加料阀（XV-1101、XV-1102、XV-1103）在程序控制下，自动间歇式地由IA做输送风，加入空气压缩机出口线送入反应器，其作用是向催化剂床层补加细粒催化剂和活性金属成分。V-103催化剂补充料斗也设有催化剂旋风分离器，以回收抽真空时顶部带出的催化剂。反应气体经E-102 （反应气体冷却器）初步冷却到 200s230C后进入T-101 （急冷塔）下段。T-101釜 被分为内外两室，靠七根平衡管相通。下段设有一层喷淋，循环废水由P-108A/S （急冷塔下段循环

43、泵）用内釜液经喷淋将反应气体骤冷至约80C,其流量由流量指示器（FI-1209）测定，并从该泵出口支路将部分废水定量地送往 V-306 （催化剂沉降槽），经短暂沉积后进入 V-304，后经焚烧炉（F-301 ）高温烧却。四效蒸 发器残液（P-157A/S出口）分别送至内釜和外釜。脱氢氰酸塔分层器的回收水（P-120A/S出口）、成品塔釜液（P-122A/S出口）送至内釜，以提供反应气体冷却所需冷却水。P-108引出一分支循环回流至内釜，并在此线上加入硫酸，以调整T-101釜液PH值。T-101釜设有在线PH计（ARA-9207 ）。进入急冷塔下段的液相物料一部分在急冷过程中被汽化，剩余部分物料

44、主要由水、少量的催化剂颗粒、重组分、含氰聚合物及少量硫酸铵组成，由T-101釜液位指示控制器（LICA-1202）调节控制。反应气体经下段骤冷后通过升气管上升到急冷塔上段，93 s 95% （Wt ）的硫酸被加入到 T-101上段循环喷淋液或上段小循环液中，经四层喷淋以中和反应气体中未反应完全的氨生成硫酸铵。P-107A/B/S （急冷塔上段循环泵）的流量由流量指示表FIA-1207来测定。T-101上段PH值控制在3s 5,由在线PH计（ARCA-1201）连续指示。生成的硫酸铵液由P-158A/S （急冷塔上段硫酸铵外送泵）自 T-101上段大孔筛板的集液槽抽出，用硫酸铵装置来的急冷水经（

45、FRC-1201 ）进行调节，使上段硫酸铵溶液的浓度保持在18s22% （Wt）。T-101上段液位由液位指示调节器（LICA-1201）进行控制调节，这股物料主要由水、硫酸铵、重组分和少量轻有机物组成。经P-158A/S抽出后，其有两条外送路线：一是送至硫酸铵回收装置进行再加工；二是送至废水/废有机物槽（V-304）后经焚烧炉（F-301 ）高温焚烧。经急冷塔冷却后的气体主要含有反应产生的几乎全部的丙烯腈、乙腈和氰化氢，这些气体进入V-127（急冷塔顶除沫器）以除去气体中所夹带的少量液滴，所分离出来的液体靠重力流至P-107A/B/S入口线。反应气体从急冷塔顶部馏出后去急冷后冷却器，用循环水

46、将气体进一步冷却。在冷却时反应气体中部分水 蒸汽和一些有机物被冷凝下来，凝液由LICA-1205控制以保持后冷却器底部液位，由FR-1221记录流量将部分凝液送出，经E-148 （急冷塔后冷器凝液冷却器）用0C乙二醇水溶液进一步冷却到10C（温度由TRC-1214控制）后送到吸收塔，或跨过E-148和T-103直接送至T-104 （回收塔）富水进料线中。部分后冷却器凝液由P-125A/S （急冷塔后冷器釜液泵）循环送回后冷却器顶部，经喷头喷淋以冲洗管板，其流量 由FI-1220测定。为防止碳钢管线腐蚀，将碳酸钠水溶液加入到P-125A/S入口管线，以维持冷凝液的PH值在5.5s7范围内，其PH

47、值由PH记录仪（AIA-1202）来记录。碳酸钠（NazCOs）在V-113 （碳酸钠贮罐） 内配制成约1%的水溶液。V-118A （急冷塔上段汽提罐）被专门用来接收T-504 （轻有机物汽提塔）塔顶蒸汽。其中气相被送至T-101上段，液相并入 P-158A/S入口线。经E-140 （急冷塔后冷却器）冷却至约38 C的反应气体进入 T-103吸收塔底部，在塔中与吸收水逆向接触，以回收丙烯腈和其它有机产物。在吸收塔中，CO、CO2、氮气及未反应的氧和烃类由塔顶排气管高点排入大气。从E-140出来的反应气体的含氧量由AIA-1203连续监测。吸收塔顶部压力记录调节器（PICA-1203）可用来控制

48、吸收塔压力以及所有上游设备的压力。吸收所用的贫水从回收塔第1板抽出，在经脱氢氰酸塔再沸器、成品塔再沸器、贫水/富水换热器及E-110 （吸收水冷却器）冷却后，进入吸收塔顶部，该贫水的量由流量记录调节器（FRC-1223）来控制。通过调节 E-110的冷却水量，使吸收水温度控制在30s38C。吸收水量与釜液中纯丙烯腈之比为18:1（Wt）。贫水进入吸收塔通过上段向下流至集液塔盘，在此过程中该贫水经与冷的吸收塔尾气相接触而被冷却，将此部分贫水用P-110A/S （吸收塔侧线循环泵）从塔中抽出，并经E-107A/S （吸收塔侧线冷却器）用0C乙二醇水溶液冷却，然后流经氨蒸发器和丙烯蒸发器，通过氨和丙

49、烯的蒸发使贫水进一步冷却，冷却后的贫水返回至吸收塔（由FRA-1222记录流量）。吸收塔侧线循环水的流量是由吸收塔上段液位指示调节器（LICA-1206 ）来控制的，返回T-103的贫水的温度是通过温度记录调节器（TRCA-1227）调节进入E-107的0C乙二醇水量来控制的。吸收塔侧线水从丙烯蒸发器出来后以大约4C返回吸收塔，然后通过液体分布器向下流至吸收塔塔釜，以吸收反应气体中的丙烯腈和其 它可溶的反应产物。吸收塔釜液一部分经 P-114A/S （吸收塔釜液循环泵）抽出，经 E-106 （吸收塔釜液冷却器）用0 C乙二醇水溶液冷却后，返回至吸收塔下部，以降低此处的聚合损失。吸收塔贫水与富水

50、间设有跨线，以解决 T-103与T-104负荷不平衡时造成的 T-104难以操作的问题。（2）精制工艺流程吸收塔塔釜富含有机物的富水由P-109A/S （吸收塔釜液泵）从塔釜抽出，经E-108A/B （贫水/富水换热器）加热后进入T-104 （回收塔），其流量由液位指示调节器（LICA-1207）控制，以保持吸收塔塔釜内液位的稳定。富水的流量由流量记录器（FR-1224）及质量流量计（FIQ-9224 ）计量。回收塔分层器（V-111）的水相、部分成品塔顶部馏出液，以及需要回收塔再处理的粗丙烯腈（流量由FIC-1231控制）一起加到富水中进入回收塔。回收塔是有90块高效浮阀塔盘的双溢流精馏塔，

51、其富水进入第64块塔盘。回收塔进料温度是由温度记录调节器（TIC-1231）来控制的，该调节器通过调节 E-108A/B旁路的贫水流量从而使回收塔进 料温度控制在大约 66C左右。此外脱氢氰酸塔分层器（V-116）的水相和成品塔釜液可在第54板进入回收塔。用作吸收塔贫水和回收塔溶剂水由T-104第1板引出，并在V-138 （贫水/溶剂水缓冲槽）中收集起来。经P-115A/S （贫水/溶剂水泵）从 V-138中抽出的水被送至 E-116 （脱氢氰酸塔再沸器）、（E-119）成品塔 再沸器，为T-106 （脱氢氰酸塔）和 T-107 （成品塔）提供热源。这股水经过E-108A/B后分成两部分，一部

52、分经过E-108A/B、E-110冷却后进入T-103顶作为吸收水，另一部分水经 E-109 （溶剂水冷却器）冷却 后，作为溶剂水进入 T-104顶部。溶剂水的流量是由流量记录调节器（FRC-1225）来控制的，温度由温度记录调节器（TRC-1230）控制。此调节器通过调节进入E-109冷却水流量，使进入回收塔的溶剂水温度控制在约48C。溶剂水与塔顶纯丙烯腈之比为8:1（Wt）。P116A/S从V138抽出少量的水返回至T-104第1板之下的提浓段，用于控制 V138的液位，其流量是由液位指示调节器（LICA-1211）来控制的。回收塔顶部气体自塔顶馏出后，经E-113、E113A（回收塔冷凝

53、器）冷凝冷却至约40C，凝液进入V-111（回收塔分层器），在分层器中发生相分离。分层器中的富水相由 P-111A/S （回收塔水泵）抽出后，并入 回收塔进料线，其流量是由液位指示调节器（LICA-1213）来控制，并用流量记录器 （FR-1236）测定；分层器中的富丙烯腈相由 P-112A/S （脱氢氰酸塔进料泵）送至 T-106 （脱氢氰酸塔）。当有特殊需要时，此物料也 可以通过倒空线送至 V-301 （粗丙烯腈槽）或V-302 （不合格丙烯腈槽）。分层器通过GY-101 （尾气洗涤器） 向大气高点排放少量不凝气，并在分层器顶部使用氮封以隔绝空气。回收塔分层器水相的PH值是由PH分析仪（A

54、ICA-1204）连续测定的。回收塔进行分离所需的热量是由三台并联操作的热虹吸再沸器E-145 （ A/B/C ）提供的，其热源为0.3MPa （G）低压蒸汽。低压蒸汽的流量是通过蒸汽管线上的流量记录调节器（FIC-1227）控制的，回收塔第48板的温度记录调节器（TRC-1233）与FIC1227串级调节。这三台再沸器共用三台凝液泵P-153 （A/B/S ）将低压蒸汽凝液送至 V-140 （脱盐水罐）或V-406 （伴热水收集槽）。回收塔釜液由P-152A/S （回收塔釜液 泵）送至四效蒸发系统，其流量由液位指示调节器（LICA-1212）控制，并通过流量记录器（FI-5101和FI-12

55、30 ） 来计量的。由于回收塔再沸器的提浓作用，排至四效蒸发器的回收塔釜液比从回收塔第1板抽出的贫水/溶剂水含有更多的重组分。回收塔釜液经四效蒸发处理后，蒸汽凝液和蒸发后的残液各约占50%。凝液经与T-504 （轻有机物汽提塔）釜液换热后进入 T-504。T-504主要是用来脱除微量的游离氨和轻有机物。汽提塔顶部气体用作活性 汽提蒸汽送至 V-118A （急冷塔上段汽提罐），汽提后的四效蒸发器凝液经冷却后送至污水处理厂。第四效蒸发器残液由 P-542A/S （四效残液泵）抽出，经液位控制调节器LICA-5104调节后送至V-100（残液收集槽），再由P-157A/S送至急冷塔下段以冲洗除沫塔盘

56、，然后绝热地冷却反应气体。这股物料分为两支：一支由流量控制调节器FRC-9205控制，进入T-101外釜；另一支由流量控制调节器FRC-9202控制，进入T-101内釜。FRC-9202调节阀后设有硫酸混合器，P-105A/S （急冷塔上段段硫酸泵）出口分出部分硫酸通过调节阀 FIC1211A控制与四效残液在此混合后进入急冷塔内釜。乙腈在回收塔下段被汽提并且作为气相由T-104第30板抽出，进入T-110 （乙腈塔）第1块塔盘下部，并在这个有15块浮阀塔盘的塔中起再沸蒸汽的作用，其流量是由流量记录调节器（FRC-1238）来控制的。乙腈、水及少量氢氰酸和丙烯腈从乙腈塔顶部馏出，并在E-146

57、（乙腈塔顶冷凝器）被冷凝和收集。E-146的不凝气连续地排至 V-141 （乙腈塔尾气洗涤器）。E-146凝液由P-151A/S （乙腈塔塔顶回流泵）抽出，通过流量记录调节器（FRC-1242）调节，约85%作为回流返回至T-110顶部塔盘；另一部分粗乙腈经液位指示调节器（LICA-1216）调节后，被送至乙腈精制装置进一步加工，或送至V-306 （催化剂沉降槽）以便焚烧，其流量是由流量记录器（FI-1243）来测定的。乙腈塔进行分离所需要的热量是由第1板下方的气相进料提供的，而进料的热量来自回收塔再沸器。乙腈塔釜液由P-155A/S（乙腈塔釜液泵）送至回收塔第29板，其流量是由液位指示调节器