CN111363142A - 大容量尼龙聚合系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种大容量尼龙聚合系统，包括低压浓缩槽、高压浓缩槽、U型管反应器、闪蒸器、前聚合器和后聚合器，U型管反应器的出料管经U型管出料泵与添加剂注入管共同与闪蒸器的物料入口相连，闪蒸器的物料出口通过闪蒸出料管与气液分离器的进料口相连，气液分离器的底部出口与卧式圆盘反应器的进料口相连，前聚合出料口与前聚合物料输送泵的入口相连，前聚合物料输送泵的出口与切粒机一、纺民用丝设备及后聚合器的进料口相连，后聚合器为立式聚合反应釜，其下端的出料口与后聚合物料输送泵的入口相连，后聚合物料输送泵的出口与切粒机二及纺工业丝设备相连。该系统产能大，质量高，可同时满足民用长丝、工程塑料及工业丝的要求。

Description

大容量尼龙聚合系统

技术领域

本发明涉及一种尼龙连续成盐装置，尤其涉及一种大容量尼龙聚合系统，属于尼龙生产设备技术领域。

背景技术

尼龙聚合物大部分都是以二元胺和二元酸为原料，纯水作为载体，发生中和反应生产尼龙盐的水溶液，然后再聚合生成尼龙高分子，应用产品有尼龙56、尼龙66、尼龙1010、尼龙1012、尼龙6T、尼龙9T、尼龙10T、尼龙5T等。

以尼龙66为例，以己二胺和己二酸为原料，先以水作为溶剂发生成盐反应，成盐反应完成后，盐液浓度为50%，50%浓度的尼龙66盐液经过聚合反应生产尼龙66切片。生产线包括低压浓缩槽、U型管反应器、闪蒸器、前聚合器、后聚合器及其配套的系统。目前尼龙66的工艺装置产能主要集中在1万吨左右，仅有少量的装置年产能达到4万吨。随着国内尼龙66原料己二胺上游原料己二腈技术的突破，尼龙66市场将大量释放，大容量尼龙66聚合技术的开发及应用迫在眉睫。

聚合工艺以水作为载体，在反应前期必须及时将水去除，否则聚合反应无法进行，在反应后期也需要及时将反应产生的水排出。现有装置水的去除主要集中在低压浓缩和U型管反应器的第一段。由于物料在高浓度下比较容易结晶，所以设置了低压浓缩槽，高压浓缩部分全部集中在U型管反应器的第一段，不仅牺牲了第一段的反应效率，而且U型管反应器接近平推流反应器，设备内部无法设置足够大的换热面积，不能及时将水排出，使装置产能无法得到有效的提升。

此外，成盐是该类聚合装置必不可少的工序，成盐是通过二元胺和二元酸发生中和反应的过程，该反应要求物料必须等摩尔比反应，二元酸和二元胺连续稳定的加入及准确配比至关重要。成盐工艺有间歇和连续工艺两种，原料二元胺状态有固体（粉末或片状）和液体两种，二元酸状态一般为固体。

传统的间歇工艺：均是通过人工分包计量后直接投入，自动化程度不高、工作强度大，容易误操作，计量精度不准确，操作批次差异大。每一批的调配往往需要多次微调才能达到要求。

传统的连续工艺：目前仅在市场上采购的二元胺为液态，二元酸为固体粉末的尼龙66、尼龙56成盐装置上有所使用，不适用于两种物料均为固体的方式。固体粉料受到计量方式、外部环境等影响无法准确计量，同时由于成盐反应的温度较高（原料不同，反应温度在50-95℃之间），成盐釜内的水汽量较大，二元酸固体直接加入到成盐釜，在下料口处二元酸遇水汽后会发生堆积，导致堵塞，影响装置的稳定生产。

浓缩后的尼龙盐液先进入U型管反应器进行进一步脱水，同时在1.75-2.1MPa的压力下完成一定的聚合反应，U形管式反应器出口的物料分子量可以达到5000，温度为240-270℃。常规产品为：尼龙预聚物+10%的水份；全消光等特殊产品为：尼龙预聚物+13%的水份（比普通产品多增加3%左右的水）。从U型管反应器出来的尼龙预聚物进入闪蒸器继续蒸发水分，闪蒸后再进入前聚合器继续聚合，从前聚合器出来后，再进入后聚合器进一步反应，使熔体粘度达到相应产品的要求。

传统的闪蒸器将物料蛇管置于联苯蒸汽中，通过联苯蒸汽对物料加热，将物料的温度提高约30℃，同时为水分的气化提供热量。物料蛇管主要沿水平线延伸并来回折返，从入口端到出口端采用的是步步低排布，极容易造成在管道最后一级时物料均处于半管状态，降低了有效换热面积，换热效率低。

由于尼龙物料的特殊性质，为了确保产品品质，物料在闪蒸器内的停留时间一般不能超过八分钟；同时对物料加热的热载体（联苯醚蒸汽）与物料的平均温度差不宜超过30℃，且闪蒸过程中需要将物料的压力从1.75-2.1MPa降低为常压。同时考虑以上所述的升温、蒸发、降压和输送作用，传统闪蒸器的结构需要做得很长。

随着生产线产能要求的扩大以及一些特殊产品的需求量增加，均对闪蒸器提出了更高的要求。例如以前的全消光等产品均是利用间歇装置生产，全消光产品需要在闪蒸器入口注入含有10%二氧化钛的水溶液，二氧化钛的添加量为物料流量的0.3%左右，因此在做全消光产品时每吨产品需要增加约27公斤的水。由此加入的水必须通过闪蒸器提供相应的热量全部蒸发出去，大大增加了闪蒸器的耗热量，同时也只有足够的面积才可以提供相应的热量。若将生产线的产能提升至每年10万吨，需要的换热面积更大，则换热管需要的直径更大，长度更长，既造成投资成本的增加，又增大了厂房的占用，不利于生产线的布置。

传统的前聚合器与后聚合器均采用立式聚合反应釜，下部装有螺杆和螺带组合方式的搅拌器，螺带主要起到挂壁的作用，螺杆起到辅助输送物料的左右，由于螺带的搅拌，物料在聚合釜内处于全混的状态。尼龙聚合属于逐步聚合，随着反应的进行，物料的分子链逐步加长，粘度得到提升，产品质量也相应提升。立式全混釜无法保证物料先进先出，也没有办法保证前聚合出口物料的分子量分布均匀，对于民用丝或者高端要求的产品较难满足要求。

发明内容

本发明的目的在于，克服现有技术中存在的问题，提供一种大容量尼龙聚合系统，产能大，物料分子量分布均匀，产品质量高，可同时满足直纺民用长丝、工程塑料及工业丝的产品要求。

为解决以上技术问题，本发明提供了一种大容量尼龙聚合系统，包括低压浓缩槽、高压浓缩槽、U型管反应器、闪蒸器、前聚合器和后聚合器，U型管反应器的出料管与U型管出料泵的入口相连，U型管出料泵的出口管道与添加剂注入管的出口共同与闪蒸器的物料入口相连，闪蒸器的物料出口与闪蒸出料管相连，闪蒸出料管的出口与气液分离器的进料口相连，气液分离器的底部出口与前聚合器的进料口相连，前聚合器为卧式圆盘反应器，其出料口与前聚合物料输送泵的入口相连，前聚合物料输送泵的出口与切粒机一及纺民用丝设备相连；前聚合物料输送泵的出口还通过后聚合进料管与后聚合器的进料口相连，后聚合器为立式聚合反应釜，其下端的出料口与后聚合物料输送泵的入口相连，后聚合物料输送泵的出口与切粒机二及纺工业丝设备相连。

相对于现有技术，本发明取得了以下有益效果：浓缩后的尼龙盐液从浓缩槽出口管排出后，先进入U型管反应器进行进一步脱水，同时在1.75-2.1MPa的压力下完成一定的聚合反应，U形管式反应器出口的物料分子量可以达到5000，温度为240-270℃；脱水后的尼龙盐液经脱水盐液管送入闪蒸器的物料入口，含有10%二氧化钛的水溶液从添加剂注入管同时注入闪蒸器的物料入口，二氧化钛的添加量为物料流量的0.3%wt左右，进入闪蒸器的物料中含10%的游离水；经闪蒸器蒸发掉所有游离水，仅有聚合反应产生的水，压力降为常压；从闪蒸出料管流出的物料先进入气液分离器进行气液分离，提前将物料中的水排出，以提高后续聚合反应的效率，分离的同时继续加热，也可以进一步发生聚合反应，物料分子量可以达到5000-10000，温度为270-285℃，使得物料粘度进一步提升；然后进入卧式圆盘反应器中进行前聚合反应，可以起到很好的成膜效果，提高反应速度，圆盘搅拌转子带有推进功能，可以保证物料以接近平推流的形式一边聚合一边向出口推进，保证物料先进先出，使卧式圆盘反应器出口的物料分子量分布均匀，提高产品质量；卧式圆盘反应器采用常压反应，避免前聚合排气管夹带过多的小分子低聚物。由聚合物料输送泵一送出的前聚合反应物料，分子量达到10000-14500，温度为270-285℃，经切粒机一切粒后，作为纺民用长丝的原料，或者直接进入纺民用丝设备纺丝。前聚合反应物料还可以进入立式聚合反应釜进一步聚合，达到更高粘度，立式聚合反应釜出口的后聚合反应物料，由聚合物料输送泵二送出，分子量可达到14500-16500，温度为270-285℃；经切粒机二切粒后，作为工程塑料的原料。还可以使后聚合反应物料，分子量可达到18500-20000，温度为270-285℃，常压，经切粒机二切粒后，作为纺工业丝的原料，或者直接进入纺工业丝设备纺丝。由于立式聚合反应釜里的停留时间仅仅几分钟，采用立式全混釜可以满足工艺要求，且立式聚合釜设计制作相对简单，成本低。

作为本发明的改进，所述闪蒸器包括卧式的闪蒸器筒体，闪蒸器的物料入口还与添加剂注入管的出口相连，闪蒸器筒体的底部设有联苯蒸汽进气口和联苯冷凝液回流口，所述联苯冷凝液回流口通过联苯回流管与联苯蒸发器的入口相连，联苯蒸发器的出口通过联苯蒸汽管与所述联苯蒸汽进气口相连；闪蒸器筒体的内腔设有与闪蒸器筒体共轴线的螺旋盘管，所述螺旋盘管包括通过扩径接头依次串联的小径螺旋盘管、中径螺旋盘管和大径螺旋盘管，且螺旋盘管的外周均设有翅片，小径螺旋盘管的入口端从闪蒸器筒体的一端封头中伸出作为闪蒸器的物料入口，大径螺旋盘管的出口端从闪蒸器筒体的另一端封头中伸出作为闪蒸器的物料出口。物料在闪蒸器中沿螺旋盘管前进，联苯蒸发器出口的联苯蒸汽通过联苯蒸汽管进入闪蒸器筒体底部的联苯蒸汽进气口，对物料进行加热使水分蒸发，冷凝后的联苯从联苯冷凝液回流口排出，经联苯回流管回到联苯蒸发器循环加热。物料先流经小径螺旋盘管加热，经扩径接头一进入中径螺旋盘管加热蒸发，随着管径的增大和水分的蒸发，物料压力下降；然后物料经扩径接头二进入大径螺旋盘管继续加热蒸发，随着管径的再次增大和水分的继续蒸发，物料降至常压后，从大径螺旋盘管的出口端排出。由于物料沿轴线水平的螺旋盘管前进，螺旋盘管中大部分管路处于充满状态，增大了有效换热面积，螺旋盘管外周的翅片进一步增大了换热面积，大大提高了传热效率，在不增加闪蒸器长度的情况下，可以满足全消光产品的大蒸发量需求。

作为本发明的进一步改进，所述闪蒸器包括卧式的闪蒸器筒体，闪蒸器的物料入口还与添加剂注入管的出口相连，闪蒸器筒体的底部设有联苯蒸汽进气口和联苯冷凝液回流口，所述联苯冷凝液回流口通过联苯回流管与联苯蒸发器的入口相连，联苯蒸发器的出口通过联苯蒸汽管与所述联苯蒸汽进气口相连；闪蒸器筒体的内腔设有与闪蒸器筒体共轴线的螺旋盘管，所述螺旋盘管包括通过扩径接头依次串联的小径螺旋盘管、中径螺旋盘管和大径螺旋盘管，且螺旋盘管的外周均设有翅片，小径螺旋盘管的入口端从闪蒸器筒体的一端封头中伸出作为闪蒸器的物料入口，大径螺旋盘管的出口端从闪蒸器筒体的另一端封头中伸出作为闪蒸器的物料出口。物料在闪蒸器中沿螺旋盘管前进，联苯蒸发器出口的联苯蒸汽通过联苯蒸汽管进入闪蒸器筒体底部的联苯蒸汽进气口，对物料进行加热使水分蒸发，冷凝后的联苯从联苯冷凝液回流口排出，经联苯回流管回到联苯蒸发器循环加热。物料先流经小径螺旋盘管加热，经扩径接头一进入中径螺旋盘管加热蒸发，随着管径的增大和水分的蒸发，物料压力下降；然后物料经扩径接头二进入大径螺旋盘管继续加热蒸发，随着管径的再次增大和水分的继续蒸发，物料降至常压后，从大径螺旋盘管的出口端排出。由于物料沿轴线水平的螺旋盘管前进，螺旋盘管中大部分管路处于充满状态，增大了有效换热面积，螺旋盘管外周的翅片进一步增大了换热面积，大大提高了传热效率，在不增加闪蒸器长度的情况下，可以满足全消光产品的大蒸发量需求。

作为本发明的进一步改进，所述闪蒸出料管的出口插入气液分离器的液相空间，所述气液分离器、前聚合器的排气口通过前聚合排气管与喷淋罐一的入口相连，喷淋罐一的排气口与尾气排放管相连；后聚合进料管的出口插入后聚合器的液相空间，后聚合器的排气口通过后聚合排气管与喷淋罐二的入口相连，喷淋罐二的排气口与真空系统相连，真空系统的排气口与尾气排放管相连。进料直接进入液相空间，增大进料与排气口的距离，可以减少排气时对内部物料的夹带，前聚合器采用常压反应，避免前聚合排气管夹带过多的小分子低聚物；由于后聚合器里的分子量更大，不容易夹带物料，后聚合在真空状态下反应，加快反应速度。

作为本发明的进一步改进，成盐单元包括二元酸料仓，二元酸料仓的底部出料口设有二元酸旋转出料阀，二元酸旋转出料阀的出口通过二元酸投料管与二元酸浆料调配罐的投料口相连，且二元酸旋转出料阀的转速受控于二元酸浆料调配罐的液位；二元酸浆料调配罐的顶部设有向上延伸的喷淋柱，喷淋柱的顶部设有排气弯管，喷淋柱的上部设有喷嘴，所述喷嘴的供水管道通过二元酸调配纯水流量计及二元酸调配纯水控制阀与除盐水管相连，且二元酸调配纯水控制阀的开度受控于二元酸调配纯水流量计；二元酸浆料调配罐的内腔设有框式搅拌器，二元酸浆料调配罐的底部出口与二元酸浆料输送泵的入口相连，二元酸浆料输送泵的出口通过二元酸浆料供给管与一级成盐槽的二元酸入口相连；二元酸浆料供给管上安装有二元酸浆料在线密度计和二元酸浆料流量计，所述二元酸调配纯水流量计受控于二元酸浆料在线密度计。二元酸通过自动输送方式送入二元酸料仓，二元酸旋转出料阀转动将二元酸定量送入至二元酸浆料调配罐，并根据二元酸浆料调配罐中的液位波动调节二元酸的输入量。二元酸浆料调配罐在常温下提前将二元酸和纯水按照一定比例进行混合，由框式搅拌器搅拌混合成二元酸和水的悬浊液，该调配过程中由于二元酸浆料调配罐的温度较低，没有大量的水汽蒸发，己二酸进入二元酸浆料调配罐的下料口处不会发生堵塞。二元酸浆料调配罐的顶部设置喷淋柱且排气弯管设置在喷淋柱的顶部，不但增加了粉尘的沉降高度，而且使得排气中的粉尘受到纯水的喷淋洗涤，落回二元酸浆料调配罐。调配后的二元酸浆料由二元酸浆料输送泵通过二元酸浆料供给管送入一级成盐槽，由二元酸浆料在线密度计测量其密度，推算出其浓度高低，并提供给二元酸调配纯水流量计，如二元酸浆料的浓度偏高，则二元酸调配纯水控制阀增大开度；如二元酸浆料的浓度偏低，则二元酸调配纯水控制阀减小开度，保证二元酸和纯水的比例符合要求；同时由二元酸浆料流量计精确计量流量。

作为本发明的改进，所述二元酸料仓的底部设有氮气反吹装置，所述二元酸投料管的下部设有氮气喷吹口，所述氮气反吹装置与氮气喷吹口均通过氮气阀与氮气供气管相连。氮气从氮气反吹装置吹出，可以防止二元酸在料仓底部板结或架桥，保证其顺利下落。向二元酸投料管下部的氮气喷吹口定期通入氮气，可以使二元酸投料管及二元酸浆料调配罐的下料口处进一步保持畅通。

作为本发明的进一步改进，还包括二元胺预熔釜，所述二元胺预熔釜的外周设有预熔釜加热夹套，二元胺预熔釜的内腔设有框式搅拌器和预熔釜加热盘管，二元胺预熔釜的底部设有二元胺间隙出料阀，二元胺间隙出料阀的出口通过二元胺投料管与二元胺储罐的顶部入口相连，二元胺储罐的内腔设有二元胺储罐加热盘管，二元胺储罐的底部出料口与二元胺输送泵的入口相连，二元胺输送泵的出口连接有二元胺供给管，一级成盐槽的二元胺入口通过一级二元胺流量计及一级二元胺控制阀与二元胺供给管相连。一般二元胺的熔点较低，例如葵二胺的熔点为62℃，戊二胺的熔点为9℃，己二胺的熔点为39-43℃，十二烷二元胺的熔点为67-69℃，固体的二元胺通过自动输送方式先送入二元胺预熔釜中，来自生蒸汽管的蒸汽进入预熔釜加热夹套和预熔釜加热盘管对固体二元胺进行加热，将固体二元胺预先熔化为液态，改变了连续生产过程中片状二元胺物料很难准确计量和输送的问题。二元胺预熔釜内设有框式搅拌器进行搅拌，每批反应时留有一定母液，熔固体料和液体料一起在搅拌作用下快速融化，每隔一段时间，在位差作用下，熔融后的物料通过二元胺间隙出料阀放到二元胺储罐储存待用，生蒸汽管向二元胺储罐加热盘管提供蒸汽使二元胺保持温度。二元胺输送泵将液态二元胺送出，经二元胺投料管送入一级成盐槽，一级二元胺流量计准确计量二元胺的流量，并精确控制一级二元胺控制阀的开度，等摩尔比的二元酸和二元胺在一级成盐槽中反应成盐。

作为本发明的进一步改进，一级成盐槽的顶部纯水入口通过一级成盐槽补水管与除盐水管相连，一级成盐槽补水管上安装有一级成盐纯水流量计及一级成盐纯水控制阀，一级成盐纯水控制阀的开度受控于一级成盐纯水流量计；一级成盐槽的底部安装有一级成盐出料阀，一级成盐出料阀的出口与一级盐液输送泵的入口相连，一级盐液输送泵的出口通过一级盐液输出管与二级成盐槽的盐液入口相连，一级盐液输出管上安装有一级盐液在线密度计和一级盐液在线pH计，一级成盐纯水流量计受控于一级盐液在线密度计。一级成盐槽补水管通过一级成盐纯水流量计及一级成盐纯水控制阀向一级成盐槽中补入适量的纯水，使一级成盐保持适当的浓度。一级成盐槽中的盐液通过一级成盐出料阀进入一级盐液输送泵，一级盐液输送泵通过一级盐液输出管将其送入二级成盐槽，一级盐液在线pH计测量一级盐液的pH值；一级盐液在线密度计测量一级盐液的密度，推算出其浓度高低，并提供给一级成盐纯水流量计，如一级盐液的浓度偏高，则一级成盐纯水控制阀增大开度；如一级盐液的浓度偏低，则一级成盐纯水控制阀减小开度，精确控制一级盐液的浓度。

作为本发明的进一步改进，二级成盐槽的二元胺入口通过二级二元胺流量计及二级二元胺控制阀与二元胺供给管相连，二级二元胺控制阀的开度受控于二级二元胺流量计，二级二元胺流量计受控于一级盐液在线pH计。一级盐液的浓度和pH值基本调节准确，进入二级成盐槽继续反应并进一步精确调节盐液浓度和pH值。由于二元酸浆料为悬浊液，间隙添加容易在管道中沉降造成堵塞，因此使一级成盐槽中的二元胺处于负误差的状态，二级成盐槽采用添加二元胺调节pH值。当一级盐液的pH值低于设定值时，二级二元胺流量计控制二级二元胺控制阀增大开度，向二级成盐槽中补入更多的二元胺；当一级盐液的pH值高于设定值时，二级二元胺流量计控制二级二元胺控制阀减小开度，二级成盐槽减少二元胺的补入量，如此可以精确控制二级盐液的pH值。

作为本发明的进一步改进，二级成盐槽的顶部纯水入口通过二级成盐槽补水管与除盐水管相连，二级成盐槽补水管上安装有二级成盐纯水流量计及二级成盐纯水控制阀，二级成盐纯水控制阀的开度受控于二级成盐纯水流量计；二级成盐槽的底部安装有二级成盐出料阀，二级成盐出料阀的出口与二级盐液输送泵的入口相连，二级盐液输送泵的出口连接有二级盐液输出管，二级盐液输出管上安装有二级盐液在线密度计和二级盐液在线pH计，二级成盐纯水流量计受控于二级盐液在线密度计。二级成盐槽补水管通过二级成盐纯水流量计及二级成盐纯水控制阀向二级成盐槽中补入适量的纯水，使二级成盐保持适当的浓度。二级成盐槽中的盐液通过二级成盐出料阀进入二级盐液输送泵，二级盐液输送泵通过二级盐液输出管送出，二级盐液在线pH计测量二级盐液的pH值；二级盐液在线密度计测量二级盐液的密度，推算出其浓度高低，并提供给二级成盐纯水流量计，如二级盐液的浓度偏高，则二级成盐纯水控制阀增大开度；如二级盐液的浓度偏低，则二级成盐纯水控制阀减小开度，精确控制二级盐液的浓度。

作为本发明的进一步改进，二级盐液输出管的出口经盐预热器与所述低压浓缩槽的进料口相连，低压浓缩槽的出口经低压浓缩输送泵及浓缩液加热器与所述高压浓缩槽的进料口相连，高压浓缩槽的出料口与所述U型管反应器的进料口相连；所述低压浓缩槽的顶部排气口连接有一级蒸汽回用管及一级蒸汽排放管，一级蒸汽回用管的出口与所述盐预热器的热侧入口相连，盐预热器的热侧出口与冷凝水回用管相连；一级蒸汽排放管的出口与浓缩槽冷凝器的热侧入口相连，浓缩槽冷凝器的热侧出口也与冷凝水回用管相连，所述冷凝水回用管与所述除盐水管相连；所述高压浓缩槽及U型管反应器的顶部排气口均与减温减压塔的下部入口相连，减温减压塔的的上部蒸汽出口通过二级蒸汽回用管与低压浓缩槽的加热盘管相连，加热盘管的出口与所述冷凝水回用管相连。盐液经盐预热器预热后，进入低压浓缩槽浓缩成70%wt尼龙盐液浓度，再经浓缩液加热器加热后，由高压浓缩槽进一步浓缩到85%浓度的浓缩液，高压浓缩槽内部设置了导热油盘管，以增加换热面积，设置有搅拌器提高传热效率，外周设置全夹套或者外半管，尽可能有效提高传热效率。利用低压浓缩槽产生的蒸汽通过一级蒸汽回用管为盐预热器提供热源，对低压浓缩槽的盐液进行预热，多余的蒸汽经浓缩槽冷凝器冷凝后，通过冷凝水回用管回到成盐单元。高压浓缩槽及U型管反应器排出的蒸汽温度较高，经减温减压塔喷淋去除杂质且降低蒸汽的压力，通过二级蒸汽回用管提供给低压浓缩槽作为热源，节省了低压浓缩槽的能量消耗，大大降低了单位产品的能耗，低压浓缩槽盘管排出的冷凝水中仍含有少量的己二胺，仍可以回到成盐车间，实现物质与热量的双重回收。

作为本发明的进一步改进，所述尾气排放管的出口与尾气缓冲罐的入口相连，尾气缓冲罐的顶部出口通过尾气抽吸母管与尾气输送风机的入口相连，尾气输送风机的出口与尾气输送母管相连，尾气输送母管与各尾气输送支管相连，各尾气输送支管上分别安装有尾气支管单向阀，且分别与相应混气箱的尾气入口相连；各混气箱分别设有空气入口和混合出风口，各混合出风口分别与鼓风机的进风口相连，各鼓风机的出风口分别通过冷风管与空气预热器的空气入口相连，空气预热器的热风出口分别通过预热风管与机热载体炉的燃烧器进风口相连；机热载体炉的排烟口分别通过高温排烟道与相应空气预热器的热侧入口相连，各空气预热器的热侧出口分别通过低温排烟道与总烟道相连，总烟道的出口与烟囱相连。工艺尾气先进入尾气缓冲罐，然后经尾气抽吸母管被尾气输送风机抽出，并送入尾气输送母管，经尾气输送支管和尾气支管单向阀进入各混气箱，在鼓风机的抽吸下，新鲜空气由空气入口进入混气箱，与工艺尾气混合，再由鼓风机送出并经冷风管送入空气预热器的冷侧进行预热，升温后的混合气体经预热风管送至机热载体炉的燃烧器的进风口，燃烧器将混合空气与燃料共同送入炉膛燃烧，燃烧产生的高温烟气经高温排烟道进入空气预热器的热侧，对混合气体进行预热，回收烟气余热，且提高混合气温度，换热后的低温烟气经低温排烟道进入总烟道，最后进入烟囱排放。该系统直接将工艺尾气与空气混合，并预热后送入炉膛燃烧，不产生大量废水，也不需要汽提装置，节约蒸汽用量，投资和运行成本低，经济效益好，且不存在淋洗塔的不达标气体排放现象，有利于环境保护。在鼓风机入口处设置混气箱，使低浓度的有机气体与大量空气在低温下预先混合，使混合气远远低于有机气体的爆炸极限，不仅安全可靠，而且降低了对鼓风机等设备的腐蚀。本系统流程简单，处理效果好，节省大量蒸汽和设备投资，降低运行费用，经济效益与环境效益双丰收，且安全可靠。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明，附图仅提供参考与说明用，非用以限制本发明。

图1为本发明大容量尼龙聚合系统中成盐单元的流程图。

图2为本发明大容量尼龙聚合系统中浓缩单元的流程图。

图3为本发明大容量尼龙聚合系统中蒸发聚合单元的流程图。

图4为图3中闪蒸器的放大图。

图5为本发明中尾气处理单元的流程图。

图中：1.二元酸料仓；1a.氮气反吹装置；2.二元酸浆料调配罐；2a.喷淋柱；3.二元胺预熔釜；4.二元胺储罐；5.一级成盐槽；6.二级成盐槽；7.盐预热器；8.低压浓缩槽；9.浓缩槽冷凝器；10.浓缩液加热器；11.高压浓缩槽；12.U型管反应器；13.减温减压塔；14.闪蒸器；14a.小径螺旋盘管；14b.扩径接头一；14c.中径螺旋盘管；14d.扩径接头二；14e.大径螺旋盘管；14f.联苯蒸汽进气口；14g.联苯冷凝液回流口；14h.闪蒸器压力检测口；14j.闪蒸器温度检测口；14k.闪蒸器安全阀口；14m.闪蒸器排气口；15.联苯蒸发器；16.气液分离器；17.前聚合器；18.后聚合器；19.切粒机一；20.纺民用丝设备；21.喷淋罐一；22.切粒机二；23.纺工业丝设备；24.喷淋罐二；25.真空系统；26.尾气缓冲罐；27.尾气输送风机；28.混气箱；28a.空气入口；28b.尾气入口；28c.混合出风口；29.鼓风机；30.空气预热器；31.有机热载体炉；31a.燃烧器；32.防爆门；33.烟囱。

V1.二元酸旋转出料阀；V2.二元酸调配纯水控制阀；V3.二元胺间隙出料阀；V4.一级二元胺控制阀；V5.一级成盐纯水控制阀；V6.一级成盐出料阀；V7.二级二元胺控制阀；V8.二级成盐纯水控制阀；V9.二级成盐出料阀；V10.尾气支管单向阀；V11.紧急排空单向阀；L1.过滤器。

W0.除盐水管；W1.一级成盐槽补水管；W2.二级成盐槽补水管；N1.氮气供气管；G1.二元酸投料管；G2.二元酸浆料供给管；G3.二元胺投料管；G4.二元胺供给管；G5.一级盐液输出管；G6.二级盐液输出管；G7.生蒸汽管；G8.高温冷凝水管；G9.一级蒸汽回用管；G10.一级蒸汽排放管；G11.二级蒸汽回用管；G12.冷凝水回用管；G13.添加剂注入管；G14.闪蒸出料管；G15.后聚合进料管；G16a.前聚合热媒供给管；G16b.热媒连通管；G16c.前聚合热媒回流管；G17a.后聚合热媒供给管；G17b.后聚合热媒回流管；G18.尾气排放管；G19.尾气抽吸母管；G20.尾气输送母管；G21.尾气输送支管；G22.冷风管；G23.预热风管；G24.高温排烟道；G25.低温排烟道；G26.紧急排空管道。

F1.二元酸调配纯水流量计；F2.二元酸浆料流量计；F3.一级二元胺流量计；F4.一级成盐纯水流量计；F5.二级二元胺流量计；F6.二级成盐纯水流量计；D1.二元酸浆料在线密度计；D2.一级盐液在线密度计；D3.二级盐液在线密度计；P1.一级盐液在线pH计；P2.二级盐液在线pH计。

B1.二元酸浆料输送泵；B2.二元胺输送泵；B3.一级盐液输送泵；B4.二级盐液输送泵；B5.低压浓缩输送泵；B6.U型管出料泵；B7.前聚合物料输送泵；B8.后聚合物料输送泵；B9.前聚合热媒循环泵；B10.后聚合热媒循环泵。

具体实施方式

如图1至图5所示，本发明的大容量尼龙聚合系统包括成盐单元、低压浓缩槽8、高压浓缩槽11、U型管反应器12、闪蒸器14、前聚合器17和后聚合器18。

如图1所示，成盐单元包括二元酸料仓1，二元酸料仓1的底部出料口设有二元酸旋转出料阀V1，二元酸旋转出料阀V1的出口通过二元酸投料管G1与二元酸浆料调配罐2的投料口相连，且二元酸旋转出料阀V1的转速受控于二元酸浆料调配罐2的液位；二元酸浆料调配罐2的顶部设有向上延伸的喷淋柱2a，喷淋柱2a的顶部设有排气弯管，喷淋柱2a的上部设有喷嘴，喷嘴的供水管道通过二元酸调配纯水流量计F1及二元酸调配纯水控制阀V2与除盐水管W0相连，且二元酸调配纯水控制阀V2的开度受控于二元酸调配纯水流量计F1；二元酸浆料调配罐2的内腔设有框式搅拌器，二元酸浆料调配罐2的底部出口与二元酸浆料输送泵B1的入口相连，二元酸浆料输送泵B1的出口通过二元酸浆料供给管G2与一级成盐槽5的二元酸入口相连；二元酸浆料供给管G2上安装有二元酸浆料在线密度计D1和二元酸浆料流量计F2，二元酸调配纯水流量计F1受控于二元酸浆料在线密度计D1。

二元酸通过自动输送方式送入二元酸料仓1，二元酸旋转出料阀V1转动将二元酸定量送入至二元酸浆料调配罐2，并根据二元酸浆料调配罐2中的液位波动调节二元酸的输入量。二元酸浆料调配罐2在常温下提前将二元酸和纯水按照一定比例进行混合，由框式搅拌器搅拌混合成二元酸和水的悬浊液，该调配过程中由于二元酸浆料调配罐2的温度较低，没有大量的水汽蒸发，己二酸进入二元酸浆料调配罐2的下料口处不会发生堵塞。

二元酸浆料调配罐2的顶部设置喷淋柱2a且排气弯管设置在喷淋柱2a的顶部，不但增加了粉尘的沉降高度，而且使得排气中的粉尘受到纯水的喷淋洗涤，落回二元酸浆料调配罐2。调配后的二元酸浆料由二元酸浆料输送泵B1通过二元酸浆料供给管G2送入一级成盐槽5，由二元酸浆料在线密度计D1测量其密度，推算出其浓度高低，并提供给二元酸调配纯水流量计F1，如二元酸浆料的浓度偏高，则二元酸调配纯水控制阀V2增大开度；如二元酸浆料的浓度偏低，则二元酸调配纯水控制阀V2减小开度，保证二元酸和纯水的比例符合要求；同时由二元酸浆料流量计F2精确计量流量。

二元酸料仓1的底部设有氮气反吹装置1a，二元酸投料管G1的下部设有氮气喷吹口，氮气反吹装置1a与氮气喷吹口均通过氮气阀与氮气供气管W3相连。氮气从氮气反吹装置1a吹出，可以防止二元酸在料仓底部板结或架桥，保证其顺利下落。向二元酸投料管G1下部的氮气喷吹口定期通入氮气，可以使二元酸投料管G1及二元酸浆料调配罐2的下料口处进一步保持畅通。

二元胺预熔釜3的外周设有预熔釜加热夹套，二元胺预熔釜3的内腔设有框式搅拌器和预熔釜加热盘管，二元胺预熔釜3的底部设有二元胺间隙出料阀V3，二元胺间隙出料阀V3的出口通过二元胺投料管G3与二元胺储罐4的顶部入口相连，二元胺储罐4的内腔设有二元胺储罐4加热盘管，二元胺储罐4的底部出料口与二元胺输送泵B2的入口相连，二元胺输送泵B2的出口连接有二元胺供给管G4，一级成盐槽5的二元胺入口通过一级二元胺流量计F3及一级二元胺控制阀V4与二元胺供给管G4相连。

一般二元胺的熔点较低，例如葵二胺的熔点为62℃，戊二胺的熔点为9℃，己二胺的熔点为39-43℃，十二烷二元胺的熔点为67-69℃，固体的二元胺通过自动输送方式先送入二元胺预熔釜3中，来自生蒸汽管G7的蒸汽进入预熔釜加热夹套和预熔釜加热盘管对固体二元胺进行加热，冷凝水从高温冷凝水管G8排出并回收，通过加热将固体二元胺预先熔化为液态，改变了连续生产过程中片状二元胺物料很难准确计量和输送的问题。二元胺预熔釜3内设有框式搅拌器进行搅拌，每批反应时留有一定母液，熔固体料和液体料一起在搅拌作用下快速融化，每隔一段时间，在位差作用下，熔融后的物料通过二元胺间隙出料阀V3放到二元胺储罐4储存待用，生蒸汽管G7向二元胺储罐4加热盘管提供蒸汽使二元胺保持温度。

二元胺输送泵B2将液态二元胺送出，经二元胺投料管G3送入一级成盐槽5，一级二元胺流量计F3准确计量二元胺的流量，并精确控制一级二元胺控制阀V4的开度，等摩尔比的二元酸和二元胺在一级成盐槽5中反应成盐。

一级成盐槽5的顶部纯水入口通过一级成盐槽补水管W1与除盐水管W0相连，一级成盐槽补水管W1上安装有一级成盐纯水流量计F4及一级成盐纯水控制阀V5，一级成盐纯水控制阀V5的开度受控于一级成盐纯水流量计F4；一级成盐槽5的底部安装有一级成盐出料阀V6，一级成盐出料阀V6的出口与一级盐液输送泵B3的入口相连，一级盐液输送泵B3的出口通过一级盐液输出管G5与二级成盐槽6的盐液入口相连，一级盐液输出管G5上安装有一级盐液在线密度计D2和一级盐液在线pH计P1，一级成盐纯水流量计F4受控于一级盐液在线密度计D2。

一级成盐槽补水管W1通过一级成盐纯水流量计F4及一级成盐纯水控制阀V5向一级成盐槽5中补入适量的纯水，使一级成盐保持适当的浓度。一级成盐槽5中的盐液通过一级成盐出料阀V6进入一级盐液输送泵B3，一级盐液输送泵B3通过一级盐液输出管G5将其送入二级成盐槽6，一级盐液在线pH计P1测量一级盐液的pH值；一级盐液在线密度计D2测量一级盐液的密度，推算出其浓度高低，并提供给一级成盐纯水流量计F4，如一级盐液的浓度偏高，则一级成盐纯水控制阀V5增大开度；如一级盐液的浓度偏低，则一级成盐纯水控制阀V5减小开度，精确控制一级盐液的浓度。

二级成盐槽6的二元胺入口通过二级二元胺流量计F5及二级二元胺控制阀V7与二元胺供给管G4相连，二级二元胺控制阀V7的开度受控于二级二元胺流量计F5，二级二元胺流量计F5受控于一级盐液在线pH计P1。

一级盐液的浓度和pH值基本调节准确，进入二级成盐槽6继续反应并进一步精确调节盐液浓度和pH值。由于二元酸浆料为悬浊液，间隙添加容易在管道中沉降造成堵塞，因此使一级成盐槽5中的二元胺处于负误差的状态，二级成盐槽6采用添加二元胺调节pH值。当一级盐液的pH值低于设定值时，二级二元胺流量计F5控制二级二元胺控制阀V7增大开度，向二级成盐槽6中补入更多的二元胺；当一级盐液的pH值高于设定值时，二级二元胺流量计F5控制二级二元胺控制阀V7减小开度，二级成盐槽6减少二元胺的补入量，如此可以精确控制二级盐液的pH值。

二级成盐槽6的顶部纯水入口通过二级成盐槽补水管W2与除盐水管W0相连，二级成盐槽补水管W2上安装有二级成盐纯水流量计F6及二级成盐纯水控制阀V8，二级成盐纯水控制阀V8的开度受控于二级成盐纯水流量计F6；二级成盐槽6的底部安装有二级成盐出料阀V9，二级成盐出料阀V9的出口与二级盐液输送泵B4的入口相连，二级盐液输送泵B4的出口连接有二级盐液输出管G6，二级盐液输出管G6上安装有二级盐液在线密度计D3和二级盐液在线pH计P2，二级成盐纯水流量计F6受控于二级盐液在线密度计D3。

二级成盐槽补水管W2通过二级成盐纯水流量计F6及二级成盐纯水控制阀V8向二级成盐槽6中补入适量的纯水，使二级成盐保持适当的浓度。二级成盐槽6中的盐液通过二级成盐出料阀V9进入二级盐液输送泵B4，二级盐液输送泵B4通过二级盐液输出管G6送出，二级盐液在线pH计P2测量二级盐液的pH值；二级盐液在线密度计D3测量二级盐液的密度，推算出其浓度高低，并提供给二级成盐纯水流量计F6，如二级盐液的浓度偏高，则二级成盐纯水控制阀V8增大开度；如二级盐液的浓度偏低，则二级成盐纯水控制阀V8减小开度，精确控制二级盐液的浓度。

二元胺投料管G3、二元胺供给管G4、一级盐液输出管G5和二级盐液输出管G6均为夹套加热管道。

如图2所示，二级盐液输出管G6的出口经盐预热器7与低压浓缩槽8的进料口相连，低压浓缩槽8的出口经低压浓缩输送泵及浓缩液加热器10与高压浓缩槽11的进料口相连，高压浓缩槽11的出料口与U型管反应器12的进料口相连；低压浓缩槽8的顶部排气口连接有一级蒸汽回用管G9及一级蒸汽排放管G10，一级蒸汽回用管G9的出口与盐预热器7的热侧入口相连，盐预热器7的热侧出口与冷凝水回用管G12相连；一级蒸汽排放管G10的出口与浓缩槽冷凝器9的热侧入口相连，浓缩槽冷凝器9的热侧出口也与冷凝水回用管G12相连，冷凝水回用管G12与除盐水管W0相连；高压浓缩槽11及U型管反应器12的顶部排气口均与减温减压塔13的下部入口相连，减温减压塔13的的上部蒸汽出口通过二级蒸汽回用管G11与低压浓缩槽8的加热盘管相连，加热盘管的出口与冷凝水回用管G12相连。

盐液经盐预热器7预热后，进入低压浓缩槽8浓缩成70%wt尼龙盐液浓度，再经浓缩液加热器10加热后，由高压浓缩槽11进一步浓缩到85%浓度的浓缩液，高压浓缩槽11内部设置了导热油盘管，以增加换热面积，设置有搅拌器提高传热效率，外周设置全夹套或者外半管，尽可能有效提高传热效率。利用低压浓缩槽8产生的蒸汽通过一级蒸汽回用管G9为盐预热器7提供热源，对低压浓缩槽8的盐液进行预热，多余的蒸汽经浓缩槽冷凝器9冷凝后，通过冷凝水回用管G12回到成盐单元。高压浓缩槽11及U型管反应器12排出的蒸汽温度较高，经减温减压塔13喷淋去除杂质且降低蒸汽的压力，通过二级蒸汽回用管G11提供给低压浓缩槽8作为热源，节省了低压浓缩槽8的能量消耗，大大降低了单位产品的能耗，低压浓缩槽盘管排出的冷凝水中仍含有少量的己二胺，仍可以回到成盐车间，实现物质与热量的双重回收。

如图3、图4所示，U型管反应器12的出料口与U型管出料泵B6的入口相连，U型管出料泵B6的出口管道与添加剂注入管G13的出口共同与闪蒸器14的物料入口相连。闪蒸器14包括卧式的闪蒸器筒体，闪蒸器14的物料入口还与添加剂注入管G13的出口相连，闪蒸器筒体的底部设有联苯蒸汽进气口14f和联苯冷凝液回流口14g，联苯冷凝液回流口14g通过联苯回流管与联苯蒸发器15的入口相连，联苯蒸发器15的出口通过联苯蒸汽管与联苯蒸汽进气口14f相连；闪蒸器筒体的内腔设有与闪蒸器筒体共轴线的螺旋盘管，螺旋盘管包括通过扩径接头依次串联的小径螺旋盘管14a、中径螺旋盘管14c和大径螺旋盘管14e，且螺旋盘管的外周均设有翅片，小径螺旋盘管14a的入口端从闪蒸器筒体的一端封头中伸出作为闪蒸器14的物料入口，大径螺旋盘管14e的出口端从闪蒸器筒体的另一端封头中伸出作为闪蒸器14的物料出口。

闪蒸器筒体的顶部设有闪蒸器压力检测口14h、闪蒸器温度检测口14j、闪蒸器安全阀口14k和闪蒸器排气口14m。

闪蒸器14的物料出口与闪蒸出料管G14相连，闪蒸出料管G14的出口与气液分离器16的进料口相连，气液分离器16的底部出口与前聚合器17的进料口相连，前聚合器17的出料口与前聚合物料输送泵B7的入口相连，前聚合物料输送泵B7的出口与切粒机一19及纺民用丝设备20相连；前聚合物料输送泵B7的出口还通过后聚合进料管G15与后聚合器18的进料口相连，后聚合器18下端的出料口与后聚合物料输送泵B8的入口相连，后聚合物料输送泵B8的出口与切粒机二22及纺工业丝设备23相连。

浓缩后的尼龙盐液从浓缩槽出口管排出后，先进入U型管反应器进行进一步脱水，同时在1.75-2.14mPa的压力下完成一定的聚合反应，U形管式反应器出口的物料分子量可以达到5000，温度为240-270℃；脱水后的尼龙盐液经脱水盐液管送入闪蒸器14的物料入口，含有10%二氧化钛的水溶液从添加剂注入管G13同时注入闪蒸器14的物料入口，二氧化钛的添加量为物料流量的0.3%wt左右，进入闪蒸器14的物料中含10%的游离水；经闪蒸器14蒸发掉所有游离水，仅有聚合反应产生的水，压力降为常压。

物料在闪蒸器14中沿螺旋盘管前进，联苯蒸发器15出口的联苯蒸汽通过联苯蒸汽管进入闪蒸器筒体底部的联苯蒸汽进气口14f，对物料进行加热使水分蒸发，冷凝后的联苯从联苯冷凝液回流口14g排出，经联苯回流管回到联苯蒸发器15循环加热。物料先流经小径螺旋盘管14a加热，经扩径接头一14b进入中径螺旋盘管14c加热蒸发，随着管径的增大和水分的蒸发，物料压力下降；然后物料经扩径接头二14d进入大径螺旋盘管14e继续加热蒸发，随着管径的再次增大和水分的继续蒸发，物料降至常压后，从大径螺旋盘管14e的出口端排出。由于物料沿轴线水平的螺旋盘管前进，螺旋盘管中大部分管路处于充满状态，增大了有效换热面积，螺旋盘管外周的翅片进一步增大了换热面积，大大提高了传热效率，在不增加闪蒸器14长度的情况下，可以满足全消光产品的大蒸发量需求。

从闪蒸出料管G14流出的物料先进入气液分离器16进行气液分离，提前将物料中的水排出，以提高后续聚合反应的效率，分离的同时继续加热，也可以进一步发生聚合反应，物料分子量可以达到5000-10000，温度为270-285℃，使得物料粘度进一步提升；然后进入前聚合器17中进行前聚合反应，可以起到很好的成膜效果，提高反应速度，圆盘搅拌转子带有推进功能，可以保证物料以接近平推流的形式一边聚合一边向出口推进，保证物料先进先出，使前聚合器17出口的物料分子量分布均匀，提高产品质量；前聚合器17采用常压反应，避免前聚合排气管夹带过多的小分子低聚物。由前聚合物料输送泵B7送出的前聚合反应物料，分子量达到10000-14500，温度为270-285℃，经切粒机一19切粒后，作为纺民用长丝的原料，或者直接进入纺民用丝设备20纺丝。

前聚合反应物料还可以进入后聚合器18进一步聚合，达到更高粘度，后聚合器18出口的后聚合反应物料，由后聚合物料输送泵B8送出，分子量可达到14500-16500，温度为270-285℃，常压，经切粒机二22切粒后，作为工程塑料的原料。还可以使后聚合反应物料，分子量可达到18500-20000，温度为270-285℃，常压，经切粒机二22切粒后，作为纺工业丝的原料，或者直接进入纺工业丝设备23纺丝。

闪蒸出料管的出口插入气液分离器16的液相空间，气液分离器16、前聚合器17的排气口通过前聚合排气管与喷淋罐一21的入口相连，喷淋罐一21的排气口与尾气排放管G18相连；后聚合进料管的出口插入后聚合器18的液相空间，后聚合器18的排气口通过后聚合排气管与喷淋罐二24的入口相连，喷淋罐二24的排气口与真空系统25相连，真空系统25的排气口与尾气排放管G18相连。进料直接进入液相空间，增大进料与排气口的距离，可以减少排气时对内部物料的夹带，前聚合器17采用常压反应，避免前聚合排气管夹带过多的小分子低聚物；由于后聚合器18里的分子量更大，不容易夹带物料，后聚合在真空状态下反应，加快反应速度。

前聚合热媒循环泵B9的出口通过前聚合热媒供给管G16a与前聚合器17底部的夹套热媒入口相连，前聚合器17顶部的夹套热媒出口通过热媒连通管G16b与气液分离器16底部的夹套热媒入口相连，气液分离器16顶部的夹套热媒出口通过前聚合热媒回流管G16c与前聚合热媒循环泵B9的入口相连。高温导热油由前聚合热媒循环泵B9送出，经前聚合热媒供给管G16a进入前聚合器17的夹套底部，从前聚合器17出料口端沿夹套空间向进料口端前进，然后从前聚合器17进料口端的夹套顶部流出，经热媒连通管G16b进入气液分离器16的夹套底部，从气液分离器16的夹套顶部排出，经前聚合热媒回流管G16c回到前聚合热媒循环泵B9循环，如此利用前聚合器17排出的高温导热油作为气液分离器16的热源，实现串联循环，可以提高热效率，在前聚合热媒循环泵B9的入口可以补入高温导热油。

后聚合热媒循环泵B10的出口通过后聚合热媒供给管G17a与后聚合器18底部的夹套热媒入口相连，后聚合器18顶部的夹套热媒出口通过后聚合热媒回流管G17b与与后聚合热媒循环泵B10的入口相连。高温导热油由后聚合热媒循环泵B10送出，经后聚合热媒供给管G17a进入后聚合器18的夹套底部，从后聚合器18的下端沿夹套空间向上端前进，然后从后聚合器18上端的夹套顶部流出，在后聚合热媒循环泵B10的入口可以补入高温导热油。

如图5所示，尾气排放管G18的出口与尾气缓冲罐26的入口相连，尾气缓冲罐26的顶部出口通过尾气抽吸母管G19与尾气输送风机27的入口相连，尾气输送风机27的出口与尾气输送母管G20相连，尾气输送母管G20与各尾气输送支管G21相连，各尾气输送支管G21上分别安装有尾气支管单向阀V10，且分别与相应混气箱28的尾气入口28b相连；各混气箱28分别设有空气入口28a和混合出风口28c，各混合出风口28c分别与鼓风机29的进风口相连，各鼓风机29的出风口分别通过冷风管G22与空气预热器30的空气入口28a相连，空气预热器30的热风出口分别通过预热风管G23与机热载体炉的燃烧器进风口相连；机热载体炉的排烟口分别通过高温排烟道G24与相应空气预热器30的热侧入口相连，各空气预热器30的热侧出口分别通过低温排烟道G25与总烟道相连，总烟道的出口与烟囱33相连。

工艺尾气先进入尾气缓冲罐26，然后经尾气抽吸母管G19被尾气输送风机27抽出，并送入尾气输送母管G20，经尾气输送支管G21和尾气支管单向阀V10进入各混气箱28，在鼓风机29的抽吸下，新鲜空气经过滤器L1过滤后，由空气入口28a进入混气箱28，与工艺尾气混合，再由鼓风机29送出并经冷风管G22送入空气预热器30的冷侧进行预热，升温后的混合气体经预热风管G23送至机热载体炉的燃烧器31a的进风口，燃烧器31a将混合空气与燃料共同送入炉膛燃烧，燃烧产生的高温烟气经高温排烟道G24进入空气预热器30的热侧，对混合气体进行预热，回收烟气余热，且提高混合气温度，换热后的低温烟气经低温排烟道G25进入总烟道，最后进入烟囱33排放。

本发明直接将工艺尾气与空气混合，并预热后送入炉膛燃烧，不产生大量废水，也不需要汽提装置，节约蒸汽用量，投资和运行成本低，经济效益好，且不存在淋洗塔的不达标气体排放现象，有利于环境保护。在鼓风机29入口处设置混气箱28，使低浓度的有机气体与大量空气在低温下预先混合，使混合气远远低于有机气体的爆炸极限，不仅安全可靠，而且降低了对鼓风机29等设备的腐蚀。本系统流程简单，处理效果好，节省大量蒸汽和设备投资，降低运行费用，经济效益与环境效益双丰收，且安全可靠。

尾气输送母管G20还通过紧急排空管道G26与烟囱33相连，紧急排空单向阀V11。当有机热载体炉31均出现紧急故障时，工艺尾气可通过紧急排空管道G26向烟囱33排放，实现紧急排空，避免有机气体在混气箱28中富集，造成爆炸危险。

各高温排烟道G24上分别安装有防爆门32。如果有机热载体炉31发生故障，或燃料与空气的配比不良，造成燃烧不充分，造成烟道中残余的有机气体浓度超过爆炸极限，即仍有可能发生烟道爆炸，此时，防爆门32被打开或防爆膜被突破，向大气释放，避免损坏设备或造成人身伤害，进一步提高系统的安全性。

本发明的系统可以大大提升传统尼龙生产线的产能，从现有的年产4万吨，可以提升至年产10万吨，同时人员配置和低产能装置完全一样，能耗将大幅度降低。能耗对比详见下表，其中年产10万吨的能耗为预估值。

以上所述仅为本发明之较佳可行实施例而已，非因此局限本发明的专利保护范围。除上述实施例外，本发明还可以有其他实施方式，凡采用等同替换或等效变换形成的技术方案，均落在本发明要求的保护范围内。本发明未经描述的技术特征可以通过或采用现有技术实现，在此不再赘述。

Claims (11)

1.一种大容量尼龙聚合系统，包括低压浓缩槽、高压浓缩槽、U型管反应器、闪蒸器、前聚合器和后聚合器，其特征在于：U型管反应器的出料管与U型管出料泵的入口相连，U型管出料泵的出口管道与添加剂注入管的出口共同与闪蒸器的物料入口相连，其特征在于：闪蒸器的物料出口与闪蒸出料管相连，闪蒸出料管的出口与气液分离器的进料口相连，气液分离器的底部出口与前聚合器的进料口相连，前聚合器为卧式圆盘反应器，其出料口与前聚合物料输送泵的入口相连，前聚合物料输送泵的出口与切粒机一及纺民用丝设备相连；前聚合物料输送泵的出口还通过后聚合进料管与后聚合器的进料口相连，后聚合器为立式聚合反应釜，其下端的出料口与后聚合物料输送泵的入口相连，后聚合物料输送泵的出口与切粒机二及纺工业丝设备相连。

2.根据权利要求1所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：所述闪蒸器包括卧式的闪蒸器筒体，闪蒸器的物料入口还与添加剂注入管的出口相连，闪蒸器筒体的底部设有联苯蒸汽进气口和联苯冷凝液回流口，所述联苯冷凝液回流口通过联苯回流管与联苯蒸发器的入口相连，联苯蒸发器的出口通过联苯蒸汽管与所述联苯蒸汽进气口相连；闪蒸器筒体的内腔设有与闪蒸器筒体共轴线的螺旋盘管，所述螺旋盘管包括通过扩径接头依次串联的小径螺旋盘管、中径螺旋盘管和大径螺旋盘管，且螺旋盘管的外周均设有翅片，小径螺旋盘管的入口端从闪蒸器筒体的一端封头中伸出作为闪蒸器的物料入口，大径螺旋盘管的出口端从闪蒸器筒体的另一端封头中伸出作为闪蒸器的物料出口。

3.根据权利要求1所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：所述闪蒸出料管的出口插入气液分离器的液相空间，所述气液分离器、前聚合器的排气口通过前聚合排气管与喷淋罐一的入口相连，喷淋罐一的排气口与尾气排放管相连；后聚合进料管的出口插入后聚合器的液相空间，后聚合器的排气口通过后聚合排气管与喷淋罐二的入口相连，喷淋罐二的排气口与真空系统相连，真空系统的排气口与尾气排放管相连。

4.根据权利要求1所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：成盐单元包括二元酸料仓，二元酸料仓的底部出料口设有二元酸旋转出料阀，二元酸旋转出料阀的出口通过二元酸投料管与二元酸浆料调配罐的投料口相连，且二元酸旋转出料阀的转速受控于二元酸浆料调配罐的液位；二元酸浆料调配罐的顶部设有向上延伸的喷淋柱，喷淋柱的顶部设有排气弯管，喷淋柱的上部设有喷嘴，所述喷嘴的供水管道通过二元酸调配纯水流量计及二元酸调配纯水控制阀与除盐水管相连，且二元酸调配纯水控制阀的开度受控于二元酸调配纯水流量计；二元酸浆料调配罐的内腔设有框式搅拌器，二元酸浆料调配罐的底部出口与二元酸浆料输送泵的入口相连，二元酸浆料输送泵的出口通过二元酸浆料供给管与一级成盐槽的二元酸入口相连；二元酸浆料供给管上安装有二元酸浆料在线密度计和二元酸浆料流量计，所述二元酸调配纯水流量计受控于二元酸浆料在线密度计。

5.根据权利要求4所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：所述二元酸料仓的底部设有氮气反吹装置，所述二元酸投料管的下部设有氮气喷吹口，所述氮气反吹装置与氮气喷吹口均通过氮气阀与氮气供气管相连。

6.根据权利要求4所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：还包括二元胺预熔釜，所述二元胺预熔釜的外周设有预熔釜加热夹套，二元胺预熔釜的内腔设有框式搅拌器和预熔釜加热盘管，二元胺预熔釜的底部设有二元胺间隙出料阀，二元胺间隙出料阀的出口通过二元胺投料管与二元胺储罐的顶部入口相连，二元胺储罐的内腔设有二元胺储罐加热盘管，二元胺储罐的底部出料口与二元胺输送泵的入口相连，二元胺输送泵的出口连接有二元胺供给管，一级成盐槽的二元胺入口通过一级二元胺流量计及一级二元胺控制阀与二元胺供给管相连。

7.根据权利要求6所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：一级成盐槽的顶部纯水入口通过一级成盐槽补水管与除盐水管相连，一级成盐槽补水管上安装有一级成盐纯水流量计及一级成盐纯水控制阀，一级成盐纯水控制阀的开度受控于一级成盐纯水流量计；一级成盐槽的底部安装有一级成盐出料阀，一级成盐出料阀的出口与一级盐液输送泵的入口相连，一级盐液输送泵的出口通过一级盐液输出管与二级成盐槽的盐液入口相连，一级盐液输出管上安装有一级盐液在线密度计和一级盐液在线pH计，一级成盐纯水流量计受控于一级盐液在线密度计。

8.根据权利要求7所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：二级成盐槽的二元胺入口通过二级二元胺流量计及二级二元胺控制阀与二元胺供给管相连，二级二元胺控制阀的开度受控于二级二元胺流量计，二级二元胺流量计受控于一级盐液在线pH计。

9.根据权利要求8所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：二级成盐槽的顶部纯水入口通过二级成盐槽补水管与除盐水管相连，二级成盐槽补水管上安装有二级成盐纯水流量计及二级成盐纯水控制阀，二级成盐纯水控制阀的开度受控于二级成盐纯水流量计；二级成盐槽的底部安装有二级成盐出料阀，二级成盐出料阀的出口与二级盐液输送泵的入口相连，二级盐液输送泵的出口连接有二级盐液输出管，二级盐液输出管上安装有二级盐液在线密度计和二级盐液在线pH计，二级成盐纯水流量计受控于二级盐液在线密度计。

10.根据权利要求9所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：二级盐液输出管的出口经盐预热器与所述低压浓缩槽的进料口相连，低压浓缩槽的出口经低压浓缩输送泵及浓缩液加热器与所述高压浓缩槽的进料口相连，高压浓缩槽的出料口与所述U型管反应器的进料口相连；所述低压浓缩槽的顶部排气口连接有一级蒸汽回用管及一级蒸汽排放管，一级蒸汽回用管的出口与所述盐预热器的热侧入口相连，盐预热器的热侧出口与冷凝水回用管相连；一级蒸汽排放管的出口与浓缩槽冷凝器的热侧入口相连，浓缩槽冷凝器的热侧出口也与冷凝水回用管相连，所述冷凝水回用管与所述除盐水管相连；所述高压浓缩槽及U型管反应器的顶部排气口均与减温减压塔的下部入口相连，减温减压塔的的上部蒸汽出口通过二级蒸汽回用管与低压浓缩槽的加热盘管相连，加热盘管的出口与所述冷凝水回用管相连。

11.根据权利要求3所述的大容量尼龙聚合系统，其特征在于：所述尾气排放管的出口与尾气缓冲罐的入口相连，尾气缓冲罐的顶部出口通过尾气抽吸母管与尾气输送风机的入口相连，尾气输送风机的出口与尾气输送母管相连，尾气输送母管与各尾气输送支管相连，各尾气输送支管上分别安装有尾气支管单向阀，且分别与相应混气箱的尾气入口相连；各混气箱分别设有空气入口和混合出风口，各混合出风口分别与鼓风机的进风口相连，各鼓风机的出风口分别通过冷风管与空气预热器的空气入口相连，空气预热器的热风出口分别通过预热风管与机热载体炉的燃烧器进风口相连；机热载体炉的排烟口分别通过高温排烟道与相应空气预热器的热侧入口相连，各空气预热器的热侧出口分别通过低温排烟道与总烟道相连，总烟道的出口与烟囱相连。

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