己内酰胺工艺简述.docx
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己内酰胺工艺简述
本项目是以苯为原料的10万吨/年己内酰胺大型化工生产装置，包含的主要装置有环己酮、环己酮肟化、己内酰胺精制、硫铵装置、双氧水制备装置等，与10万吨/年己内酰胺工程相匹配的各装置生产能力及规模如表2-1所示。
表2-1主要生产装置生产能力及规模表
序号
装置名称
产品名称
产品名称
单线能力
装置总能力
1
双氧水装置
27.5%双氧水
130000
130000
2
环己酮肟化装置
环己酮肟
102200
102200
3
己内酰胺装置
液态己内酰胺
100000
100000
4
己内酰胺罐区及装卸站
液态己内酰胺
44000
44000
5
己内酰胺造粒装置
固态己内酰胺
28000
56000
6
废液浓缩装置
废水
60000
60000
7
硫铵装置
硫铵
160000
160000
环己酮肟化装置
（1）生产装置说明
根据业主提供相关资料，本项目己内酰胺装置采取氨肟化工艺，氨肟化工艺是近几年开发出来的一种环己酮肟生产的新工艺，它采用双氧水、液氨、环己酮为原料，一步反应直接生成环己酮肟，在发烟硫酸的作用下生产己内酰胺。
因此生产流程短，控制简便，设备、管线材质要求一般，三废排放量少，目前国内已有10万吨/年装置在生产。
拟建项目采用意大利安尼公司开发的氨肟化工艺技术。
环己酮、双氧水、气氨、叔丁醇加入到釜式反应器中（1开1备），在温度85℃，压力0.4Mpa，在催化剂（主要成分为Ti）作用下，同时进行双氧水与氨反应合成羟胺和羟胺与环己酮的肟化反应，生成环己酮肟，经分离催化剂、溶剂萃取和环己酮肟的蒸馏得到产品环己酮肟。
其工艺过程包括肟化反应、溶剂回收、双级萃取、洗涤、萃取剂回收净化、肟/酮蒸馏、尾气处理、污水预处理等工序。
氨肟化装置生产出的符合质量标准的环己酮肟全部用于生产己内酰胺。
（2）工艺流程简述
1、反应工段
精环己酮、双氧水及液氨等物料自装置外送到氨肟化反应器。
环己酮过滤后，通过一个环形分布器切线送入反应器。
过氧化氢溶液（双氧水）从存储区出来后，首先经过过滤，然后通过一个在合适紊流的环形（喇叭口形的）分布器输送到反应器。
液氨经过过滤，送入反应器底部的内盘管，并在此蒸发，除去部分反应热，然后通过一个分布器送入反应器底部。
非连续的新鲜（补充）溶剂（叔丁醇），与溶剂蒸馏塔顶出来的循环回流溶剂，一并送入反应器。
在氨肟化反应器中，经钛催化剂的作用，各物料发生肟化反应，环己酮的转化率大于99.5%。
其反应原理如下：
主反应式：
副反应式：
在氨肟化反应器顶部充入氮气稀释，避免形成爆炸气体混合物。
反应器产生气相含有NH3、叔丁醇、水、N2O、O2及N2等组分，经过循环水冷凝器冷凝和脱盐水吸收塔吸收，全部回收其中的NH3和叔丁醇。
脱盐水吸收塔顶部排出的尾气（G1）含有水、N2O、O2及N2等组分，进入尾气反应器进行催化处理。
尾气反应器装有催化剂（该催化剂是一种铑（0.5%）∕Al2O3球形催化剂，可稳定使用8000小时以上）的绝热固定床反应器，N2O分解率至少达到99.9%，处理后的尾气在用尾气吸收塔处理（采用活性炭吸附处理），处理后尾气（G1）排空。
2、反应溶剂蒸馏工段
含肟反应液送到溶剂（叔丁醇）回收塔，回收的叔丁醇从该塔顶抽出，然后送回肟化反应器。
塔底肟和水则送到一个两级萃取系统，用适当萃取溶剂进行萃取。
3、双级萃取系统
用适量甲苯作萃取剂，通过一个双级系统萃取肟。
通过第一级萃取（萃取罐），水溶液中的残余肟降至2%左右（重量百分比）。
通过第二级萃取（水萃取塔），水溶液中的残余肟可以降低到约100ppmw（重量百分比）。
从第二级萃取段，萃取塔顶物流含萃取溶剂，其中含少量肟，然后回流至第一萃取段；塔底部物流（主要含有水、萃取溶剂和少量肟）送该工段的洗涤塔，将分离水中的萃取溶剂，水从塔底流出送入污水汽提装置，经汽提塔汽提后送入污水处理站。
4、废水汽提工段
废水汽提系统由废水汽提塔、废水汽提塔进料加热器、废水冷却器和废水泵组成。
由水萃取罐来的水是含有微量有机物的水，经废水槽送入本系统废水汽提塔后，经低压蒸汽（直接蒸汽）加热废水汽提塔进料加热器以汽提回收水中的微量有机物甲苯、叔丁醇等循环回萃取系统回收，汽提后的废水（W1）经废水泵去废水冷却器冷却后送往污水处理站进行生化处理。
废水汽提工段工艺流程及产污环节见图3.3-2。
5、洗涤工段
从分离器流出的萃取溶剂和肟的液流，被送到洗涤工段经水洗后，由洗涤分离器分离有机相和水相，有机相主要是肟、萃取溶剂和环己酮，送第二聚结器再次分离，粗甲苯肟溶剂被送到“蒸馏净化系统”，含少量肟的水相送废水汽提装置处理。
6、溶剂（甲苯）蒸馏净化系统
洗涤产生的有机相粗甲苯肟，进入第一精馏塔，首先分离出萃取溶剂甲苯及反应副产品，从塔顶部抽出进入脱肟塔脱肟，粗甲苯溶剂从塔顶抽出进入脱酮塔从塔底脱除醇酮后从塔顶进入甲苯罐后，用泵抽出用于第一萃取段的溶剂。
脱肟塔塔底液和第一精馏塔含有肟及少量水和少量环己酮，进入环己酮∕肟蒸馏工段。
7、环己酮∕肟蒸馏工段
从萃取蒸馏净化系统来的粗品肟，进入第二精馏塔精馏，塔顶物流经过进一步冷却和分离处理，去除其中的水后，有机相富含环己酮，其中有少量的肟，该有机相回收至反应工段。
从塔底得到纯肟。
（3）废水污染源汇总与分析
氨肟化装置废水主要是废水汽提塔废水（W1），产生量为62m3/h；该装置抽真空系统采用蒸汽喷射泵，主要是精馏抽真空，无抽真空废水排放。
己内酰胺制备装置
（1）工艺流程简述
拟建项目采用国内开发的重排加中和技术，多级精制工艺路线制取高品质的己内酰胺。
环己酮肟按设定的流量加入串联的多级重排反应器中，发烟硫酸加入第一反应器，在温度120℃，常压下进行重排反应，含有过量烟酸的重排液送硫铵回收工序。
粗己内酰胺溶液经过两级萃取、离子交换、加氢、蒸发、蒸馏得到液态己内酰胺产品。
液态己内酰胺经过造粒得到固态己内酰胺产品，经过计量、包装后作为产品外销。
己内酰胺重排精制工艺包括环己酮肟重排、己内酰胺萃取、离子交换、加氢、蒸发与精馏及杂质萃取等工段。
1、环己酮肟重排
发烟硫酸与环己酮肟按一定比例分别加入重排罐进行重排反应，重排罐下部物料经重排循环泵抽出，送入重排冷却器与管侧冷却水换热，移去反应热，保持重排罐内的反应温度维持在115℃左右。
重排罐上部物料自流入重排液缓冲罐，重排液经粗己内酰胺泵抽出送入硫铵装置的中和结晶反应器去生成硫铵。
经滗析器分离，己内酰胺水溶液用泵送至粗己内酰胺水溶液缓冲罐内，再经己内酰胺泵送入己内酰胺萃取塔进行萃取。
环己酮肟在强酸即发烟硫酸存在下，重排生成己内酰胺，其反应原理如下：
反应分两步进行：
第一步：
环己酮肟与烟酸反应生成环己酮肟硫酸脂：
第二步：
环己酮肟硫酸脂在烟酸作用下发生贝克曼重排反应，生成己内酰胺：
在反应条件控制不好的情况下，将发生Neber重排反应；如混合不均，使物料局部显碱性，环己酮肟磺脂转化成连氮化合物。
2、己内酰胺萃取与反萃
（1）己内酰胺萃取
粗己内酰胺水溶液从顶部进入己内酰胺萃取塔，萃取溶剂从苯贮槽用溶剂泵抽出送入萃取塔底部，利用己内酰胺水相与油相的溶解度差异进行逆流萃取。
为使粗己内酰胺得到较好的萃取，己内酰胺萃取塔设置为特殊结构的“转盘塔”，借助于装在塔中垂直轴上旋转圆盘的转动，使己内酰胺分散，以获得萃取所要求的细小液滴。
把浓度约为70%的己内酰胺水溶液从水相萃取至油相，形成浓度约为20%wt的苯己溶液，由塔顶自流进入苯己内酰胺泵槽，通过苯己出料泵打入苯己贮槽。
含有不溶于苯的杂质残液（水相），从己内酰胺萃取塔底分离出来，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，通过加热方式，使残存在残液的少量溶剂和水分离出来，进入苯汽提塔，塔底废液进入废液浓缩塔。
冷凝液汽提塔底的残液（S5）由冷凝液汽提塔出料泵送入废液浓缩装置。
（2）己内酰胺反萃取
把己内酰胺从苯己溶液中反萃取到工艺冷凝水（脱盐水）中，可使己内酰胺与油溶性杂质分离。
苯己贮罐低层含硫铵的水溶液，用釜液泵抽出除去溶剂后送硫铵装置回收硫铵。
分离硫铵后的苯己溶液仍含有少量的水，经反萃取塔进料泵抽出，通过聚结器后进入脉冲式反萃塔的底部。
来自蒸发系统的工艺冷凝水加入到反萃塔顶，两相逆流接触，己内酰胺被反萃到工艺冷凝水中。
为了获得所需规格的苯己液滴，反萃塔采取特殊脉冲结构使液滴分散并进行萃取。
反萃塔在40℃左右下进行，苯己溶液为分散相，工艺冷凝液（脱盐水）为连续相。
从工艺冷凝水缓冲罐来的工艺冷凝水在进入反萃取塔前，先经过冷却器却至40℃左右。
反萃取塔顶的苯与水己溶液的界面靠排出塔底的己水溶液量进行调节。
含油溶性杂质的有机苯溶液从反萃取塔塔顶流入苯泵槽，然后用苯出料泵送回苯贮罐。
苯己溶液中的己内酰胺被萃取到工艺冷凝液后以己水溶液形式从反萃取塔底排出，这时己内酰胺溶液的浓度约为30%Wt，排至苯汽提塔继续去除己水溶液中微量苯。
苯相送入粗苯贮罐。
（3）苯汽提
含微量苯己内酰胺水溶液经过苯汽提塔换热器后温度加热到93℃送入苯汽提塔，经汽提可达到去除己水溶液中微量苯的目的。
在塔底加热器的作用下，苯汽提塔顶操作条件为温度96℃，塔底为103℃。
汽化的微量苯从苯汽提塔顶排出，含苯的水蒸汽经冷凝液汽提塔进料预热器和冷凝液汽提塔后冷凝器冷凝，并在冷凝液汽提塔冷却器中冷却，冷凝液自流进入苯水分离器，分离出的苯流入苯泵槽并循环到苯贮罐。
苯水分离器底部的水相排入冷凝液汽提塔汽提，汽提出的塔顶含少量苯的水蒸气回流至苯汽提塔。
苯汽提塔底己内酰胺水溶液通过液位调节阀控制经泵送至苯汽提塔换热器冷却至约53℃后，进入离子交换系统的己-水溶液缓冲罐。
（4）苯精制
经过上述步骤后，用于萃取己内酰胺的苯与用于杂质萃取的苯溶剂均含有一些油溶性杂质，为了避免溶剂中杂质含量过高，溶剂须通过蒸馏方法进行连续净化。
从反萃取塔、杂质萃取塔及溶剂水分离罐来的苯自流入苯泵槽，经苯出料泵-2输送至苯贮槽，在苯贮槽分出的水送至苯水分离罐。
苯贮槽上层的苯溶剂，用苯泵送入苯蒸馏塔，精制后的洁净苯溶剂，经过苯蒸馏进料加热器、苯蒸馏冷却器，流入苯泵槽，用苯出料泵送至己内酰胺萃取塔己内酰胺的萃取。
在苯蒸馏塔中，经加热器加热蒸发，塔顶得到所需要的清洁苯溶剂，塔釜留下的肟、己内酰胺、环己酮及缩合产物等重组分化合物，通过测定塔底部的温度，检查苯受污染程度。
如果塔底温度太高，表明苯受污染的危险性增大，此时须用残液泵将苯蒸馏残液（S6）直接送入废液焚烧炉。
3、离子交换
萃取工序中苯汽提塔来的己内酰胺水溶液，首先经离子交换进料泵输送至离子交换进料冷却器，冷却至45℃左右后进入离子交换塔中。
使用离子交换塔的目的是为了保证己内酰胺产品质量。
阴离子和阳离子交换吸附树脂，主要去除残存于己内酰胺水溶液中的NH4+、SO42-等微量离子及己水溶液中部分有机杂质，对己内酰胺水溶液进行提纯。
为保证装置的正常运行，设有两套离子交换吸附设备。
其中一套运行时，另一套处于再生或备用状态。
己内酰胺水溶液送入装有阴离子交换树脂的离子交换器，溶液自上而下流经后，再流入装有阳离子交换树脂的离子交换器中，液体是自上而下流过该塔，然后进入另一个阴离子交换树脂的离子交换器。
流经三个离子交换器后，己内酰胺经过滤器送入高位槽，再送至加氢工序。
经运行一定时间后，阴、阳离子交换树脂废弃，形成固废（S2、S3）。
设置过滤器的目的是过滤残留在己内酰胺溶液中极细的树脂颗粒，高位槽的安装位置应使得离子交换系统的静压任何时候都比再生液的进料压力高，这样可防止再生液进入己内酰胺溶液中。
离子交换器的再生液收集在再生废水收集槽中，部分用废水泵送出界区，再生废水（W2）经用碳酸钠中和后，用废水泵送到装置废水处理系统，进行集中处理。
4、己内酰胺水溶液加氢
己内酰胺加氢精制是在搅拌釜和磁稳定床中接力完成的。
离子交换后的己水溶液经进料预热器和加热器加热至90℃后，与催化剂配置槽送出浓度为0.8%（wt）的催化剂混合后进入搅拌加氢反应釜中。
氢气由气体分布器均匀加入搅拌反应釜中，在搅拌和催化剂作用下，加氢反应在温度90℃、压力0.7MPaG的条件下进行。
该工序产生的固体废物（S4）为废催化剂。
5、蒸发与精馏
从加氢系统出来的己-水溶液通过两道蒸发操作，浓度可达99.9%。
蒸发：
第一级蒸发系统由三效蒸发塔组成。
浓度为30%的己-水溶液送入一效蒸发塔浓缩至约为38%wt。
二效蒸发塔水-己溶液浓缩到大约53%wt。
三效蒸发塔浓缩至90%。
为了改善蒸发水的质量，三个蒸发塔都设有回流，回流来自冷凝缓冲罐的冷凝液，冷凝液缓冲罐中的部分冷凝液也用作苯-己溶液反萃塔的萃取剂。
三效蒸发出来的工艺冷凝水进入工艺冷凝水贮槽，供水反萃取塔和硫铵装置回用。
预蒸馏：
三效蒸发后的己内酰胺水溶液送入闪蒸罐蒸发器，受热后的己水溶液在闪蒸罐内闪蒸，闪蒸后的气体返回三效蒸发塔底，闪蒸罐底部物流经预蒸馏塔进料泵送入预蒸馏塔，在高真空下，水分快速蒸发，使预蒸馏塔塔釜己内酰胺溶液的浓度升至99.9%，塔顶含低沸点的杂质经蒸汽喷射泵抽吸后送入杂质萃取塔回收有效成分。
己内酰胺精馏：
己内酰胺精馏塔蒸发器的进料液约70%于118℃左右的温度下蒸发，精馏塔顶部气体物料为己内酰胺气相，经己内酰胺精馏塔冷凝器中用热水冷凝，然后排入精己内酰胺泵槽，再用己内酰胺贮槽进料泵将其送入成品槽，由己内酰胺输送泵作为产品送往己内酰胺造粒装置。
己内酰胺精馏分离器的下部溶液从分离器底部送入粗残液精馏蒸发器。
如己内酰胺精馏塔分离器中的一样，约有进料液70%的己内酰胺进料在粗残液精馏蒸发器中蒸发。
顶部产物在粗残液精馏冷凝器中冷凝后，流入己内酰胺缓冲罐。
粗残液精馏分离器底部产物送入残液精馏蒸发器。
大约70%的残液在这里蒸发，顶部产物在残液精馏冷凝器中冷凝后，也流入己内酰胺缓冲罐。
残液蒸馏分离器的底部产物排入己内酰胺残液槽，己内酰胺残液送入硫酸铵中和。
三个己内酰胺精馏塔都为真空操作，其真空环境由己内酰胺精馏塔真空系统维持。
6、造粒工序
从精馏塔塔顶蒸出的纯己内酰胺经冷凝后进入成品槽，由泵送造粒装置。
在造粒装置中，纯己内酰胺以液相进入造粒喷嘴，己内酰胺物料经物料泵加压进入喷嘴的过程中，采用低温冷冻水进行降温冷却，由液态己内酰胺变为固态己内酰胺，形成颗粒，由物料传输带送入包装车间后包装入库。
7、废液浓缩工序
来自萃取工段冷凝液汽提塔底的苯萃残液送来后进入苯残液罐，苯萃残液进入废液浓缩装置进行浓缩处理。
残液先经原料进料泵送至2#蒸发器加热器，加热后通过2#分离器分离，气相经冷凝、冷却后自流至1#废水罐；液相通过1#蒸发进料泵送至1#蒸发器加热器加热后，经1#分离器分离，气相进入2#蒸发器加热器，为2#蒸发器加热器提供热源，冷凝后的废水也自流至2#废水罐，1#分离器底部液相即浓缩后的残液主要成分为（NH4）2SO4和含苯等有机物，该浓缩残液和苯蒸残液一起进入废液焚烧装置焚烧处理。
两效蒸发冷凝产生的废水（W3）均经泵输送至废水冷却器，冷却后进入污水处理系统。
（2）废水污染源汇总与分析
己内酰胺生产装置主要废水源为废液浓缩装置冷凝废水（W3）、离交废水（W4）；该装置共有5套抽真空系统，其中4套蒸汽喷射泵抽真空和1套水环式真空泵，产生抽真空废水的仅有水环式抽真空系统，主要是水环式抽真空系统水封槽偶尔溢流出来的少量清水，正常情况下有抽真空循环水调节箱，正常生产情况下可保证不排水。
硫酸铵回收装置
（1）工艺流程简述
拟建工程硫酸铵回收装置采用新的中和结晶技术，充分利用硫酸与氨反应产生的反应热，将硫铵溶液浓缩成硫铵晶液，硫铵晶液经稠厚、离心分离、热风干燥和包装制得成品硫铵。
硫酸铵回收装置生产过程由中和结晶、滗析、稠厚及离心、干燥、包装工序组成。
硫酸铵回收工艺化学反应方程式如下：
H2SO4+2NH4OH→（NH4）2SO4+H2O
1、中和工序
重排反应液的中和反应是在结晶反应器中进行。
界区外送来的气氨与工艺水经静态混合器充分混合后，与从己内酰胺装置来的重排反应液分别通过结晶器内环状分布器上的4个喷嘴进入导流筒。
在导流筒内，氨与重排反应液中的硫酸发生中和反应，生成硫铵并产生晶核。
经安装在结晶器底部的搅拌器的搅拌作用下，硫铵溶液被快速“提升”至升液管上部，当上升的溶液到达液体自由表面时，水份开始蒸发。
由于结晶器为真空操作，整个系统的温度保持在65℃。
由于结晶器底部的搅拌器的抽吸作用，过饱和的硫铵溶液在导流筒外部向下流动。
在此区域，晶体得到良好的增长。
在导流筒外侧较低的区域，由于结晶器形状的变化，流动速率降低，一部分悬浮液通过搅拌器作用返回升液管，另一部分向上流动至折流区，在此硫铵从母液中分离出来，漂浮在母液上部成为有机层，这部分有机层与一定量的母液一起抽出，送至滗析器作进一步处理。
包含细小晶体的母液由结晶器底部侧面的结晶器循环泵抽出，在循环泵的入口管线上，循环浆液与一部分工艺冷凝水混合，这部分工艺冷凝水的加入，可以溶解细晶并平衡反应热对水份蒸发的影响。
2、滗析工序
从结晶器抽出的有机相中夹带一部分硫铵母液，这部分溶液在滗析器中实行物理分离。
分离后的己内酰胺有机相通过泵送回己内酰胺装置精制，而硫铵母液自流入硫铵母液循环罐，然后由泵送入稠厚器。
3、稠厚及离心工序
含20~25％硫铵晶体的母液夹带有少量有机物，在结晶器底部由泵抽出送至稠厚器。
在稠厚器的上部，母液与所夹带的有机物发生分层，上层有机相自流至滗析器进一步分离，下层的母液和硫铵晶体进入稠厚器的“淘洗筒”中。
在此，通过母液的逆流冲洗，细小的晶体和洗涤液一起循环返回硫铵母液罐，大颗粒的晶体沉降在设备底部，其固体的含量可增至45~50％。
在“淘洗筒”底部产生的不含有机杂质的-浓缩悬浮液，自流入离心机，经过离心机的高速离心分离，分离后的固体颗粒含水率在2％以下，通过螺旋给料机送至干燥工序以除去残余水份，滤液部分（硫铵溶液）自流至母液循环罐，然后由泵送至结晶器重新结晶。
4、干燥工序
离心后的硫铵晶体含有2％水份，为避免硫铵结块，产品储存前必须经过干燥。
干燥是在流化床空气干燥器中进行。
通过流化床加热区域的换热器的加热，晶体中的水份降至0.1％（wt）；在干燥器的冷却区域，晶体被冷却至60℃，冷却后的成品硫铵，通过皮带输送机送至包装工序的料仓；流化床干燥器产生的废气（G3）进入旋风分离器进行除尘，收集下来的硫酸铵粉尘送入成品包装车间；旋风除尘后的废气进入水洗塔二次处理，洗气产生的洗液回用到离心分离工序；经二次处理后干燥尾气（G3）经25m高的排气筒排入大气。
5、包装工序
自干燥单元送来的干燥硫铵经称重计量后由装袋机包装成50kg/袋的成品硫铵外售。
双氧水制备装置
拟建项目己内酰胺生产装置原料之一双氧水，由配套建设的辅助装置-双氧水制备装置供给，装置规模为13万t/a（27.5%H2O2）。
（1）工艺流程简述
双氧水制备工艺反应方程式如下：
采用固定床钯触媒蒽醌法双氧水生产工艺。
该工艺是以2-乙基蒽醌为反应载体，首先将一定比例的蒽醌、芳烃、磷酸三辛酯和脱盐水配置成一定浓度的工作液，在固定床加氢反应器中，在温度40～70℃、压力0.3Mpa下，加入氢气进行氢化反应，蒽醌还原成氢蒽醌；氢化液在氧化塔中与空气进行氧化反应，氢蒽醌被氧化成蒽醌和过氧化氢（即双氧水），经过萃取得到的双氧水和工作液，工作液经干燥后返回氢化工序，双氧水经净化后配制成浓度为27.5%的产品送氨肟化。
1、氢化单元
将外购的精制溶剂重芳烃、蒽醌、三辛酯、脱盐水经计量后，送入工作液配制釜在加热条件下混合形成工作液，经脱盐水、10%双氧水、脱盐水依次洗涤后送入氢化塔；再生废水送入污水（W5）处理站。
来自循环工作液泵的工作液，经工作液过滤器过滤掉可能夹带的氧化铝粉尘后，经液-液换热器与氢化液换热后，送至工作液预热器，预热到一定温度后，与氢化液循环泵送来的循环氢化液混合，再与界区外送来的经过氢气过滤器净化后的定量氢气一起，送入氢化塔。
气、液混合物经氢化塔气、液分布器均匀分布后向下流过氢化塔，氢化塔由三节固定床组成，两开一备，反应初期用中上节，反应中期切换用中下节，上节再生，反应后期切换用上下节，中节再生。
下部出料或通过固定床外连接管再进入第二段或第三段固定床顶部，每段固定床顶部同样装有气、液分布器，以便使流经固定床的气、液混合物均匀分布，控制氢化塔顶压力在0.15～3.0MPa（G），温度在40℃～70℃的条件下进行氢化反应。
温度和压力的控制要根据触媒活性和氢化程度的要求由低到高逐渐提高。
三段固定床的使用，是根据氢化效率的要求和触媒的活性来确定。
一般是先在固定床的第一、二段装填触媒，使用第一、二段固定床。
在正常条件下，钯触媒经再生后仍不能达到要求时，封闭第一段，启用第二、三段固定床，同理当第二段固定床在正常条件下钯触媒经再生后仍不能达到要求时，封闭第二段，启用第一段与第三段串联使用，最后当钯触媒再生后已不能满足生产时，就要更换钯触媒。
从固定床下部出来的氢化液一部分去氢化白土床，以吸附部分降解物，为防止触媒粉尘、氧化铝粉尘带到氧化工序引起双氧水的分解，由氢化白土床顶部出来的氢化液与另一部分氢化液合并后，一同进入氢化液过滤器过滤，以除去可能夹带的触媒粉尘、氧化铝粉尘及其它杂质。
氢化液经液-液换热器与工作液换热，再经氢化液冷却器冷却至50℃左右后进入氢化液受槽，部分氢化液经氢化液循环泵送回至氢化塔入口与工作液混合后重新进入氢化塔。
另一部分氢化液由氢化液泵送入氧化塔。
氢化塔釜出来的富余氢气经再生蒸汽冷凝器冷凝、冷凝液计量槽分离后，视氢化效率和杂质含量情况排放或由循环风机送回固定床。
2、氧化单元
氢化液的氧化是在温度50～55℃和压力0.25MPa（G）的条件下，在氧化塔中进行。
氧化在两节反应塔中进行，氢化液贮槽中的氢化液，经氢化液泵与来自磷酸计量泵的磷酸溶液在静态混合器中混合后进入氧化塔上塔的底部，压缩空气被过滤后进入下节塔的底部。
在一定温度和压力下，在氧化塔上塔中氢化液与来自氧化塔下塔已参与过反应的被分散成细小气泡的空气并流反应，使乙基氢蒽醌和四氢乙基氢蒽醌与空气中的氧反应成为相应的乙基蒽醌和四氢乙基蒽醌，并生成双氧水。
在氧化塔上塔顶部氧化工作液同空气分离后溢流入氧化液冷却器后再流入下塔，氧化工作液与来自下塔底部的被分散成细小气泡的新鲜空气在氧化下塔进一步氧化，直至氢蒽醌完全变为相应的蒽醌。
在氧化塔下塔顶部工作液经空气气液分离冷却后进入氧化液贮槽，由氧化液泵送至萃取塔；经空气气液分离后的氧化尾气（G3）进入氧化尾气冷凝器。
来自氧化塔的氧化尾气进入氧化尾气冷凝器，在氧化尾气冷凝器中被循环水冷却，进入氧化尾气气液分离器A，分离出被冷凝下来的芳烃后，进入氧化尾气换热器，在此与较低温度的氧化尾气换热后，得到进一步冷却的氧化尾气进入氧化尾气气液分离器B，分离冷凝的芳烃后，由顶部排出进入膨胀制冷机组，经节流膨胀温度降至较低的氧化尾气在氧化尾气气液分离器C中进一步分离冷凝的芳烃。
氧化尾气气液分离器C顶部排出的低温尾气进入氧化尾气换热器，用于冷却来自氧化尾气气液分离器A的较高温度的氧化尾气。
经冷量转移后由氧化尾气换热器排出的氧化尾气进入碳纤维吸附装置，进一步吸附氧化尾气中夹带的少量芳烃，经过吸附处理的氧化尾气再次进入膨胀机组的升压平衡段，吸收余压后氧化尾气（G3）达标排空。
在氧化尾气气液分离器ABC分离回收的芳烃排至氧化液贮槽。
吸附浓缩在活性碳纤维上的芳烃利用水蒸汽解吸。
两个吸附箱自动切换。
实现吸附和解吸的连续操作。
解吸后的混合气体经冷凝器冷凝后进入分层槽，分层后得到芳烃液体回收利用，而分层后的废水（W6）则排至污水处理系统。
氧化塔底部排放的残液定期排入洗涤接受系统，回收工作液，残液双氧水可作为等外品外卖或排至污水处理
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