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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