本發(fā)明屬化工分離技術(shù)領(lǐng)域，特別涉及從含有己內(nèi)酰胺的酰胺油中以簡(jiǎn)捷、低耗和低排為特征分離精制己內(nèi)酰胺的工藝。

背景技術(shù)：

己內(nèi)酰胺是重要的有機(jī)化工原料，主要用作化纖單體制造尼龍6。己內(nèi)酰胺的生產(chǎn)方法有多種，目前占主流的是以苯為原料的環(huán)己酮-羥胺法和環(huán)己酮氨肟化法。兩種方法都是首先制備出環(huán)己酮肟，再使環(huán)己酮肟在發(fā)煙硫酸作用下進(jìn)行貝克曼重排反應(yīng)得到己內(nèi)酰胺。為去除反應(yīng)體系中的發(fā)煙硫酸，需要加入水和氣氨使之轉(zhuǎn)化為硫酸銨，硫酸銨與己內(nèi)酰胺和水并存在一定范圍內(nèi)可分成兩相，其中重相主要是硫酸銨水溶液，可用于生產(chǎn)硫酸銨，輕相則含有60-70％的己內(nèi)酰胺和20％左右的水，被稱(chēng)作酰胺油。產(chǎn)品己內(nèi)酰胺最終由酰胺油經(jīng)過(guò)分離精制得到。由于酰胺油含有硫酸銨及上百種極性有機(jī)副產(chǎn)物，而化纖制造要求驛己內(nèi)酰胺中的雜質(zhì)實(shí)現(xiàn)ppm水平的控制，從酰胺油中分離精制己內(nèi)酰胺是一項(xiàng)極具挑戰(zhàn)性的任務(wù)。

如圖1所示，現(xiàn)有的己內(nèi)酰胺分離精制工藝一般包括苯萃取、水反萃、苯汽提、離子交換、三效蒸發(fā)、脫水、輕副產(chǎn)物精餾、重副產(chǎn)物精餾等工序。其中：絕大部分雜質(zhì)是在苯萃取中被去除的；水反萃是為了實(shí)現(xiàn)萃取劑苯的循環(huán)；為避免進(jìn)入苯-己內(nèi)酰胺-水三元體系的均相區(qū)，反萃得到的己內(nèi)酰胺水溶液濃度不能超過(guò)達(dá)到30％wt，而采用三效蒸發(fā)是為了節(jié)省脫水能耗；在脫水前先通過(guò)苯汽提來(lái)回收己內(nèi)酰胺水溶液中的苯，可以回收萃取劑并保證離子交換的正常工作；為了更好的保障三效蒸發(fā)中的換熱系統(tǒng)的可靠運(yùn)行，離子交換工序必不可少，主要目的是去除水溶性的硫酸銨雜質(zhì)等。這些雜質(zhì)主要是由于前道萃取工序的影響；現(xiàn)有工藝中以苯為萃取劑體系界面張力低，因此易乳化，油相中夾帶部分水相，加上部分溶解于苯中的水；水含量越高，帶入的可溶于水的硫酸銨等極性雜質(zhì)越多；這部分雜質(zhì)進(jìn)而在反萃過(guò)程中進(jìn)入水相?，F(xiàn)用工藝中，反萃工序后的硫酸銨雜質(zhì)量相對(duì)比較大，造成離子交換的負(fù)荷很大，通常，離子交換往往3-5天就要切換再生一次，在消耗酸堿的同時(shí)產(chǎn)生大量廢水，隨之損失的己內(nèi)酰胺可占到最終產(chǎn)品的1％；苯汽提、三效蒸發(fā)是投資和能耗都很大的工段。近年來(lái)，一些研究者提出延長(zhǎng)離子交換再生周期的方案，包括用少量氫氧化鈉處理萃取塔得到的負(fù)載萃取劑，在離子交換前先進(jìn)行水溶液加氫，但這些方法對(duì)造成離子交換樹(shù)脂失活的主要雜質(zhì)硫酸銨沒(méi)有作用，對(duì)離子交換操作的影響也較小，而針對(duì)苯汽提、三效蒸發(fā)的成本問(wèn)題，至今沒(méi)有應(yīng)對(duì)的辦法。在新萃取工藝研究方面，清華大學(xué)的駱廣生等(專(zhuān)利cn200410078321.x)對(duì)甲苯法制備己內(nèi)酰胺的萃取精制過(guò)程進(jìn)行了研究，提出了如下的工藝流程：用環(huán)己烷或環(huán)己烷與苯的混合溶劑物預(yù)萃取，然后用苯或苯與環(huán)己烷的混合溶劑對(duì)預(yù)萃取得到的重相進(jìn)行萃取，用水反萃輕相并得到己內(nèi)酰胺水溶液。該工藝增加預(yù)萃取工序，可有效去除中多種油溶性雜質(zhì)，對(duì)甲苯法生產(chǎn)己內(nèi)酰胺粗品萃取后的品質(zhì)有很大的提高。北京化工大學(xué)林少煒、張衛(wèi)東等(北京化工大學(xué)碩士論文2008)對(duì)環(huán)己酮-羥胺法制備己內(nèi)酰胺的粗品的萃取工藝進(jìn)行研究，提出在以苯為萃取劑萃取和水反萃工序之間，加入一道水析工序，使用正己烷對(duì)萃取相進(jìn)行水析，除去部分水溶性雜質(zhì)，以提高產(chǎn)品品質(zhì)。這些新工藝增加了新工序，需要對(duì)現(xiàn)有生產(chǎn)設(shè)備進(jìn)行一定改造，增加設(shè)備，也增加了工藝復(fù)雜性。為此，非常有必要深入剖析造成這些狀況的本質(zhì)原因，從系統(tǒng)最優(yōu)化的角度開(kāi)發(fā)新的己內(nèi)酰胺分離精制工藝，以達(dá)到節(jié)能、降耗、減排的效果。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

對(duì)于現(xiàn)有己內(nèi)酰胺分離精制技術(shù)，離子交換是己內(nèi)酰胺收率降低的主要環(huán)節(jié)，產(chǎn)生的大量廢水對(duì)環(huán)保的壓力很大；將己內(nèi)酰胺與水分離的能耗很大，三效蒸發(fā)雖具有節(jié)能效果，但也增加了設(shè)備投資和操作運(yùn)行成本。為此，本發(fā)明的目的，在于提供一種新的己內(nèi)酰胺分離精制工藝，將離子交換的分離任務(wù)由萃取工序承擔(dān)，從而規(guī)避離子交換操作并放寬對(duì)萃取塔回收位置的限制；減少反萃中引入水的量來(lái)降低己內(nèi)酰胺與水的分離負(fù)擔(dān)，從而規(guī)避三效蒸發(fā)操作；在脫水塔中一步完成脫水和萃取劑回收，從而省去單獨(dú)的汽提塔。

為達(dá)成上述目的，本發(fā)明提供了如下技術(shù)方案，一種己內(nèi)酰胺分離精制工藝，該工藝過(guò)程包括：

1)使用萃取劑在萃取塔中按一定相比萃取酰胺油，得到負(fù)載萃取劑，萃余相送環(huán)保系統(tǒng)處理；

2)使用水在反萃塔中對(duì)負(fù)載萃取劑進(jìn)行反萃，得到己內(nèi)酰胺水溶液，被再生的萃取劑返回萃取塔；

3)在脫水塔中進(jìn)行己內(nèi)酰胺的脫水操作，得到粗己內(nèi)酰胺；

4)對(duì)于粗己內(nèi)酰胺進(jìn)行精餾操作，得到高純度的己內(nèi)酰胺，分出的雜質(zhì)送環(huán)保系統(tǒng)處理。

所述的萃取劑為芳烴和烷烴的混合溶劑，更優(yōu)選的為甲苯和正辛烷的混合溶劑。芳烴包括且不限于優(yōu)選為苯和甲苯；烷烴包括但不限于優(yōu)選為正辛烷，正庚烷和環(huán)己烷；更優(yōu)選的萃取劑為甲苯和芳烴混合溶劑；更優(yōu)選的萃取劑為甲苯和正辛烷的混合溶劑。

所述萃取劑中芳烴和烷烴的質(zhì)量比50:50～99:1；更優(yōu)選的質(zhì)量比為50:50～75:25；更優(yōu)選的為甲苯和正辛烷的質(zhì)量比是1:1～3:1。

所述進(jìn)料萃取塔的萃取劑和酰胺油的質(zhì)量比是4:1～8:1

所述萃取塔和反萃塔是脈沖篩板塔或者轉(zhuǎn)盤(pán)塔。

所述反萃塔中水的進(jìn)料量是萃取塔中酰胺油的進(jìn)料量0.5至0.6倍。

所述己內(nèi)酰胺水溶液中己內(nèi)酰胺濃度不低于50％wt。

所述粗己內(nèi)酰胺中含水量不高于0.1％wt。

相對(duì)于現(xiàn)有技術(shù)使用的萃取劑苯與30％wt的己內(nèi)酰胺水溶液會(huì)發(fā)生混溶的情況，本發(fā)明使用的萃取劑與濃度60％wt的己內(nèi)酰胺水溶液接觸也是很容易分相的兩相體系，這就為減少反萃水的引入量，進(jìn)而減少脫水操作的負(fù)荷、省去三效蒸發(fā)工序及節(jié)能提供了條件。相對(duì)于現(xiàn)有技術(shù)的苯萃取體系界面張力低、負(fù)載萃取劑極性較高的特性，本發(fā)明的萃取體系的界面張力高、負(fù)載萃取劑極性低，可以極大地抑制硫酸銨等極性雜質(zhì)因溶解或兩相夾帶隨負(fù)載萃取劑向下游分離工序遷移，這就為取消離子交換工序提供了條件。在本發(fā)明中，萃取劑溶劑回收，加之因離子交換工序的取消不再需要安排在己內(nèi)酰胺和水分離之前，而是可以和脫水同時(shí)進(jìn)行，這就為取消溶劑汽提塔提供了條件。

本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有以下優(yōu)點(diǎn)及突出特點(diǎn)：1.本發(fā)明通過(guò)進(jìn)一步優(yōu)選的萃取體系提高以萃取劑體系的界面張力，解決原工藝中的易乳化問(wèn)題；同時(shí)進(jìn)一步減少萃取相對(duì)水相的夾帶而帶入的雜質(zhì)，2.在優(yōu)化萃取操作工藝的基礎(chǔ)上，大幅度降低了硫酸銨等極性雜質(zhì)含量萃取，從而極大抑制后續(xù)工序中極性雜質(zhì)的含量，進(jìn)而取消對(duì)離子交換工序的依賴；3.本發(fā)明通過(guò)萃取體系的選擇和反萃取操作工藝的配合，提高在反萃取過(guò)程中得到的已內(nèi)酰胺水濃度的濃度，降低后續(xù)的濃縮過(guò)程中能耗。4.根據(jù)以上的萃取劑體系和萃取工藝的優(yōu)化，本發(fā)明和已有的改進(jìn)工藝相比，無(wú)需對(duì)已有的工藝設(shè)備進(jìn)行改造，不增加工藝改造復(fù)雜性，易于對(duì)已有的生產(chǎn)工藝進(jìn)行升級(jí)；5.進(jìn)一步的，由于上述萃取劑體系的選擇和萃取工藝的優(yōu)化的原因，本發(fā)明可以取得如下有益效果：取消了現(xiàn)有己內(nèi)酰胺分離精制工藝的溶劑汽提、離子交換和三效蒸發(fā)工序，可以節(jié)省大量相關(guān)的裝置建設(shè)和運(yùn)行維護(hù)成本，可以消除離子交換頻繁再生帶來(lái)的高水耗、高廢水排放和可觀的己內(nèi)酰胺損失；使通過(guò)反萃引入的水量大幅度減少，從而節(jié)省用于己內(nèi)酰胺與水分離的蒸汽消耗，節(jié)能效果顯著。

附圖說(shuō)明

圖1是現(xiàn)有己內(nèi)酰胺分離精制工藝的工序示意圖。

圖2是本發(fā)明己內(nèi)酰胺分離精制工藝的工序示意圖。

圖3是本發(fā)明己內(nèi)酰胺分離精制工藝的物流關(guān)聯(lián)圖。

具體實(shí)施方式

下面參照?qǐng)D2-圖3，即本發(fā)明己內(nèi)酰胺分離精制工藝的示意圖和物流關(guān)聯(lián)圖，說(shuō)明本發(fā)明的具體實(shí)施方式。其中所稱(chēng)的“酰胺油”是環(huán)己酮肟在發(fā)煙硫酸作用發(fā)生重排反應(yīng)得到的重排液經(jīng)水解、通氨中和硫酸后得到的兩相體系的上相。“酰胺油”一般含有60-70％wt的己內(nèi)酰胺、25％wt左右的水、4％wt左右的硫酸銨和其它雜質(zhì)。

如圖3所示，酰胺油由萃取塔的頂部進(jìn)入萃取塔，萃取劑從萃取塔的底部經(jīng)分布器進(jìn)入萃取塔。在萃取塔中，酰胺油為連續(xù)相，萃取劑為分散相，兩相逆流接觸，同時(shí)通過(guò)機(jī)械剪切或者流體脈沖的方式持續(xù)向萃取塔內(nèi)輸入能量以提高萃取塔的體積傳質(zhì)效率。萃取劑是芳烴和烷烴的按一定質(zhì)量比例的混合溶液，更優(yōu)選的為甲苯和正辛烷按一定質(zhì)量比配制的混合溶液，該質(zhì)量比控制在50:50～99:1，更優(yōu)選的為1:1～3:1，其是本發(fā)明工藝的關(guān)鍵控制參數(shù)?，F(xiàn)有工藝中選用的萃取體系中萃取劑界面張力較小，萃取劑和水的相溶性較大，體系容易乳化,兩相分相比較困難；萃取劑在水中的溶解度較大，萃取相對(duì)水相的夾帶比較大。在本發(fā)明的萃取體系中，選用芳烴(優(yōu)選為甲苯)并加入一定量的烷烴(優(yōu)選為正辛烷)，可以明顯提高體系的界面張力，兩相分相速度快，萃取相對(duì)水的夾帶大大減小；因而將大幅減少溶于水的極性雜質(zhì)的帶入下一個(gè)工序。

另外，實(shí)驗(yàn)發(fā)現(xiàn)烷烴(包括，正辛烷)對(duì)己內(nèi)酰胺的萃取能力遠(yuǎn)比芳烴的小，加入過(guò)多(比如烷烴的比例大于50％)的烷烴將大幅降低萃取體系的萃取能力，影響整個(gè)工序的操作能力。因此，要求烷烴的比例小于50％。此外，由于萃取體系中加入了烷烴，其萃取能力會(huì)弱一些。本申請(qǐng)人試驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，通過(guò)加大萃取劑質(zhì)量流量與酰胺油的質(zhì)量流量比可以適當(dāng)提高萃取效果。優(yōu)選地萃取劑質(zhì)量流量與酰胺油質(zhì)量流量之比，即萃取相比，控制在4:1～8:1，也是本發(fā)明工藝的關(guān)鍵控制參數(shù)。并且，通過(guò)試驗(yàn)發(fā)現(xiàn)，當(dāng)芳烴和烷烴的質(zhì)量比在1:1-3:1、萃取劑質(zhì)量流量與酰胺油質(zhì)量流量之比為4:1-8:1時(shí)，即很好地提高了體系的界面張力也很好地保證了萃取能力，且不需過(guò)多地實(shí)用萃取劑。

萃取劑接收來(lái)自酰胺油的己內(nèi)酰胺而成為負(fù)載萃取劑并由萃取塔頂部離開(kāi)萃取塔，酰胺油的剩余部分作為萃余相由萃取塔底部離開(kāi)萃取塔，萃余相送環(huán)保系統(tǒng)作為廢液處理。萃余相中主要是水、硫酸銨和極性有機(jī)雜質(zhì)，還有少量的己內(nèi)酰胺，直接送環(huán)保系統(tǒng)處理。負(fù)載萃取劑的電導(dǎo)率和消光值(對(duì)290nm紫外線的吸光度)是判斷萃取工序運(yùn)行狀態(tài)是否正常的監(jiān)測(cè)指標(biāo)。正常情況下，電導(dǎo)率在20m/cm以下，消光值在0.20以下。這里的萃取劑主要是從反萃步驟返回，循環(huán)利用；由于后續(xù)工序會(huì)或多或少造成部分萃取劑損失，根據(jù)實(shí)際情況，需每隔一段時(shí)間適當(dāng)添補(bǔ)萃取劑。

來(lái)自萃取塔的負(fù)載萃取劑由反萃塔的底部經(jīng)分布器進(jìn)入反萃塔，反萃劑水從反萃塔的頂部進(jìn)入反萃塔。在反萃塔中，水為連續(xù)相，負(fù)載萃取劑為分散相，兩相逆流接觸，同時(shí)通過(guò)機(jī)械剪切或者流體脈沖的方式持續(xù)向反萃塔內(nèi)輸入能量以提高反萃塔的體積傳質(zhì)效率。反萃水與負(fù)載萃取劑萃取劑體系的兩相相比的選擇和萃取劑的萃取能力、反萃后的產(chǎn)品質(zhì)量及要求處理量直接相關(guān)。相對(duì)于現(xiàn)有技術(shù)使用的萃取劑苯與30％wt的己內(nèi)酰胺水溶液會(huì)發(fā)生混溶的情況由于本發(fā)明使用的萃取劑與濃度60％wt的己內(nèi)酰胺水溶液接觸是很容易分相的兩相體系，因此可以減少反萃水的引入量，提高反萃后產(chǎn)品即己內(nèi)酰胺水溶液的濃度。并且優(yōu)選地，水的質(zhì)量流量控制在萃取塔酰胺進(jìn)料流量的0.5～0.6倍，因?yàn)?，試?yàn)發(fā)現(xiàn)，這一比例的水的質(zhì)量流量能很好的，而且過(guò)高的水質(zhì)量流量浪費(fèi)水且稀釋了己內(nèi)酰胺水溶液的濃度，過(guò)低的水質(zhì)量流量則無(wú)法達(dá)到反萃要求。

在反萃塔中，水接收來(lái)自負(fù)載萃取劑的己內(nèi)酰胺而成為己內(nèi)酰胺水溶液并由萃取塔底部離開(kāi)萃取塔，失去己內(nèi)酰胺的負(fù)載萃取劑作為再生萃取劑由萃取塔頂部離開(kāi)萃取塔后循環(huán)回萃取塔使用；再生萃取劑作萃取塔的進(jìn)料送回到萃取塔的萃取劑入口，己內(nèi)酰胺水溶液達(dá)到50％wt以上，是本發(fā)明工藝的關(guān)鍵控制參數(shù)。

來(lái)自反萃塔的己內(nèi)酰胺水溶液由脫水塔的中部偏上進(jìn)入脫水塔。脫水塔是常壓操作的精餾塔。塔釜餾出液是充分脫除萃取劑和水的粗己內(nèi)酰胺，其中水的含量在0.1％以下，是本發(fā)明工藝的關(guān)鍵控制參數(shù)。塔頂餾出液主要是水，還有少量萃取劑和己內(nèi)酰胺，可以直接排走，優(yōu)選的方案中，可作為反萃塔的進(jìn)料送回到反萃塔的反萃劑入口，這樣既不影響工藝效果，又可以節(jié)省原料。其中，所述己內(nèi)酰胺水溶液進(jìn)入脫水塔的位置需要根據(jù)情況進(jìn)行設(shè)置，位置不合適，可能導(dǎo)致塔頂?shù)酿s出液與釜底殘液不能同時(shí)達(dá)到規(guī)定的要求。位置過(guò)低，使釜底殘液易揮發(fā)組分含量偏高，釜底的粗己內(nèi)酰胺中水含量過(guò)高，影響后續(xù)工藝的己內(nèi)酰胺的品質(zhì)；位置過(guò)高，使塔頂餾出液中難揮發(fā)組分過(guò)高，塔頂水中己內(nèi)酰胺含量高，造成損失。本申請(qǐng)中，脫水塔進(jìn)口物料-己內(nèi)酰胺水溶液達(dá)到50wt％，因此位置在脫水塔的中部偏上位置。優(yōu)選地，可以根據(jù)如下方法設(shè)置進(jìn)口位置：在理論進(jìn)口塔板位置，或者是理論進(jìn)口塔板位置以上的1-2塊塔板位置。

來(lái)自脫水塔的粗己內(nèi)酰胺由己內(nèi)酰胺精餾塔中部偏下進(jìn)入采用減壓操作的己內(nèi)酰胺精餾塔。精餾塔頂餾出液是高純度己內(nèi)酰胺產(chǎn)品，雜質(zhì)在塔釜餾出液中富集，直接送環(huán)保系統(tǒng)處理。

下面結(jié)合具體的實(shí)施例對(duì)本發(fā)明所述新工藝進(jìn)行詳細(xì)說(shuō)明。

實(shí)施例1：萃取塔使用轉(zhuǎn)盤(pán)塔，反萃塔使用脈沖篩板塔，萃取劑為甲苯和正辛烷質(zhì)量比3:1配制的混合溶液。對(duì)于萃取塔，酰胺油是進(jìn)料流量是10t/h，萃取劑的進(jìn)料流量是40t/h，轉(zhuǎn)盤(pán)轉(zhuǎn)速是每分鐘18轉(zhuǎn)。對(duì)于反萃塔，水的進(jìn)料流量是6t/h，脈沖振幅為2cm，脈沖頻率為60赫茲。脫水塔使用浮閥塔，在常壓下操作，塔釜溫度為120℃，塔頂溫度為95℃。粗己內(nèi)酰胺精餾塔使用填料塔，2.2kpa(絕壓)操作，塔釜溫度為145℃。萃取塔出料的負(fù)載萃取劑中己內(nèi)酰胺的濃度是14.8％wt。反萃塔出料的己內(nèi)酰胺水溶液中己內(nèi)酰胺濃度是50％wt。脫水塔出料的粗己內(nèi)酰胺中含水量是0.08％wt。從酰胺油到己內(nèi)酰胺產(chǎn)品的己內(nèi)酰胺得率是99.5％，去環(huán)保系統(tǒng)的物料總量是3.2t/h，消耗的中壓蒸汽量是4t/h。

實(shí)施例2：萃取塔使用脈沖篩板塔，反萃塔使用脈沖篩板塔，萃取劑為甲苯和正辛烷質(zhì)量比2:1配制的混合溶液。對(duì)于萃取塔，酰胺油是進(jìn)料流量是10t/h，萃取劑的進(jìn)料流量是60t/h，轉(zhuǎn)盤(pán)轉(zhuǎn)速是每分鐘20轉(zhuǎn)。對(duì)于反萃塔，水的進(jìn)料流量是5.2t/h，脈沖振幅為2cm，脈沖頻率為60赫茲。脫水塔使用浮閥塔，在常壓下操作，塔釜溫度為120℃，塔頂溫度為95℃。粗己內(nèi)酰胺精餾塔使用填料塔，2.0kpa(絕壓)操作，塔釜溫度為140℃。萃取塔出料的負(fù)載萃取劑中己內(nèi)酰胺的濃度是9.8％wt。反萃塔出料的己內(nèi)酰胺水溶液中己內(nèi)酰胺濃度是52％wt。脫水塔出料的粗己內(nèi)酰胺中含水量是0.06％wt。從酰胺油到己內(nèi)酰胺產(chǎn)品的己內(nèi)酰胺得率是99.6％，去環(huán)保系統(tǒng)的物料總量是2.9t/h，消耗的中壓蒸汽量是3.8t/h。

實(shí)施例3：萃取塔使用轉(zhuǎn)盤(pán)塔，反萃塔使用轉(zhuǎn)盤(pán)塔，萃取劑為甲苯和正辛烷質(zhì)量比1:1配制的混合溶液。對(duì)于萃取塔，酰胺油是進(jìn)料流量是10t/h，萃取劑的進(jìn)料流量是80t/h，轉(zhuǎn)盤(pán)轉(zhuǎn)速是每分鐘22轉(zhuǎn)。對(duì)于反萃塔，水的進(jìn)料流量是5t/h，脈沖振幅為2cm，脈沖頻率為60赫茲。脫水塔使用浮閥塔，在常壓下操作，塔釜溫度為120℃，塔頂溫度為95℃。粗己內(nèi)酰胺精餾塔使用填料塔，1.8kpa(絕壓)操作，塔釜溫度為135℃。萃取塔出料的負(fù)載萃取劑中己內(nèi)酰胺的濃度是7.5％wt。反萃塔出料的己內(nèi)酰胺水溶液中己內(nèi)酰胺濃度是55％wt。脫水塔出料的粗己內(nèi)酰胺中含水量是0.07％wt。從酰胺油到己內(nèi)酰胺產(chǎn)品的己內(nèi)酰胺得率是99.2％，去環(huán)保系統(tǒng)的物料總量是4.2t/h，消耗的中壓蒸汽量是3.6t/h。

對(duì)照組：萃取塔使用轉(zhuǎn)盤(pán)塔，反萃塔使用脈沖填料塔，萃取劑為苯。對(duì)于萃取塔，酰胺油是進(jìn)料流量是10t/h，萃取劑的進(jìn)料流量是2.8t/h，轉(zhuǎn)盤(pán)轉(zhuǎn)速是每分鐘15轉(zhuǎn)。對(duì)于反萃塔，水的進(jìn)料流量是14t/h，脈沖振幅為2cm，脈沖頻率為60赫茲。反萃塔得的己內(nèi)酰胺水溶液濃度是30％wt，其依次經(jīng)過(guò)溶劑汽提塔脫除苯(溶劑汽提塔是填料塔)、離子交換處理、三效蒸發(fā)(操作壓力分別為絕壓70kpa、45kpa和13kpa)、脫水(操作壓力為9kpa)、輕副產(chǎn)物精餾和重副產(chǎn)物精餾得到己內(nèi)酰胺產(chǎn)品。從酰胺油到己內(nèi)酰胺產(chǎn)品的己內(nèi)酰胺得率是98.8％，去環(huán)保系統(tǒng)的物料總量是204t/h(近200t/h是離子交換再生產(chǎn)生的廢水)，消耗的中壓蒸汽量是9.9t/h。

應(yīng)說(shuō)明的是，以上實(shí)施例僅用以說(shuō)明本發(fā)明的技術(shù)方案而非限制，盡管參照較佳實(shí)施例對(duì)本發(fā)明進(jìn)行了詳細(xì)說(shuō)明，本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員應(yīng)當(dāng)理解，可以對(duì)本發(fā)明的技術(shù)方案進(jìn)行修改或者等同替換，而不脫離本發(fā)明技術(shù)方案的精神和范圍，其均應(yīng)涵蓋在本發(fā)明的權(quán)利要求范圍當(dāng)中。