泸西焦化项目甲醇双氧水可行性研究报告Word文档格式.docx

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60牛顿/粒（最小）

活性：

≥8g/l

第一次再生周期：

≥6个月

4.2.16.3工艺说明

4.2.16.3.1工艺原理及特点

装置采用固定床钯触媒蒽醌法双氧水生产工艺，该生产工艺具有流程简单、产品质量稳定、无环境污染等特点。

固定床钯触媒蒽醌法生产工艺是以2-乙基蒽醌为反应载体，将其溶解在一定比例的重芳烃、磷酸三辛酯的混合溶剂中配制成工作液。

在固定床,工作液中的蒽醌与氢气发生氢化反应，生成相应的氢蒽醌，此时的工作液称为氢化液。

在氧化塔中氢化液中的氢蒽醌与空气中的氧气发生氧化反应生成双氧水，同时氢蒽醌转化为原来的蒽醌，此时的工作液称为氧化液。

氧化液用去离子水萃取后获得的萃取液，经净化后得到浓度为35%或27.5%的双氧水成品，萃余液经后处理去除水份、再生后循环使用。

该工艺有氢化、氧化、萃取和后处理四道工序。

氢化工序

氢化反应器采用二节内分离固定床，并增加了固定床氮、氢循环系统。

采用工作液与氢化液进行液--液换热流程，在降低工作液预热器和氢化液冷却器尺寸的同时，可减少水蒸汽和冷却水的消耗。

氧化工序

氧化反应器采用外分离二节鼓泡塔，塔内设板式气体分布器。

氧化反应为放热反应，该反应热的移出一直困扰着各双氧水生产厂家对氧化反应器的放大。

本设计氧化反应器采用目前国内最先进、合理的塔外部半管换热结构型式，该换热结构型式与内部换热结构型式相比不仅不占用反应器的反应空间，而且氧化反应收率高、换热效果好、易检修。

氧化尾气采用膨胀机组和活性炭吸附联合处理，不仅不再消耗低温冷却水，而且利用氧化尾气的压力能回收氧化尾气中夹带的有机物，在实现能量回收的同时能更多地回收氧化尾气中夹带的有机物，降低重芳烃的消耗定额。

萃取工序

在萃取塔塔头增加了伞型分离器，不仅提高了塔的操作弹性，而且减轻了后处理工序的操作负荷，降低了去离子水和碳酸钾的消耗。

后处理工序

后处理工序实现了碳酸钾蒸发系统连续操作，不仅使整个装置实现了集中控制、连续操作，而且也减轻了操作人员的劳动强度。

另外，液体过滤采用目前最先进的袋式和金属烧结管式精细过滤器，该型式与原有过滤器型式相比不仅设备尺寸减少，而且过滤精度高、不需清洗。

4.2.16.3.2工艺流程说明

工作液的氢化

工作液由工作液受槽用工作液泵经液-液换热器换热后，送至工作液预热器，将其预热到57℃后，与经调压和氢气过滤器净化后的氢气，一并进入固定床。

气、液混合物经固定床顶部气、液分布器分布后并流而下，由固定床下部出料或通过固定床外连接管再进入第二段固定床顶部，第二段固定床顶部亦装有气、液分布器以便使流经固定床的气、液混合物均匀分布，控制固定床塔头压力2.7～3.0kg/cm2（G），固定床温度40℃～70℃的条件下进行连续氢化反应。

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逐渐提高。

两段固定床的使用，要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段装填触媒，使用第一段固定床。

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，且妥善处理。

启用第二段固定床，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，将第一段与第二段串联使用，最后当钯触媒再生后已不能满足生产时，更换钯触媒。

为防止触媒粉尘带到氧化工序引起双氧水的分解，从固定床出来的氢化液借固定床内的压力经氢化液过滤器滤除可能夹带的触媒粉尘及其它杂质后，连续进入氢化液气液分离器分离掉氢化液溶解氢气；

尾气由氢化液气液分离器顶部出来，经氢化液尾气冷凝器将其中所含溶剂冷凝后，经阻火器放空。

冷凝液回流到氢化液气液分离器。

从固定床下部出来的氢化液一部分去氢化白土床，由氢化白土床顶部出来后与另一部分氢化液一同到氢化液气液分离器。

从氢化液气液分离器出来的氢化液经液-液换热器换热和氢化液冷却器冷却至50℃后进入氢化液受槽，由氢化液泵将其送入氧化塔。

在氢化液泵入口前滴加磷酸，把氢化液调至酸性。

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。

固定床上、下两段均设有安全阀，当压力超过0.315MPa（G）时，安全阀会自动开启泄压。

氢化液的氧化

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。

氧化塔分上、下两段，每段塔内各有三块筛板，10个气体分散管。

氢化液进入氧化塔上段的底部。

且由下而上进行氧化反应，从塔上部出塔后进入氧化液气液分离器A，经气、液分离后未反应完全的氧化液再进入氧化塔下段底部，同样是由下而上进行氧化反应，从塔顶出来进入氧化液气液分离器B，经气、液分离后氧化液去氧化液冷却器，然后进入氧化液受槽，由泵将氧化液经过滤器后送入萃取塔。

由界区外来的压缩空气经空气缓冲罐及空气过滤器后进入氧化塔下段底部，经塔底气体分散管分散成细小气泡后与氧化液气液分离器A下来的氧化液一同向上进入氧化液气液分离器B，经氧化液气液分离器B分离后，气体进入氧化塔上段底部，与氧化塔上塔底部的氢化液反应后，经氧化液气液分离器A分离后再经二次冷凝、分离后，经活性碳吸附和膨胀机组后放空，冷凝液回收到氧化液受槽。

氧化液中双氧水的萃取及净化

氧化液中双氧水的萃取是在萃取塔中进行的。

萃取塔为筛板塔，塔内装有含少量磷酸的去离子水，氧化液经泵送入萃取塔底部，计量后的去离子水由泵送入萃取塔上部。

萃取塔塔头界面控制通过进入塔头的去离子水量调节。

氧化液在萃取塔中经筛板被分散成细小液滴，穿过连续水相逐渐升至塔顶，利用双氧水在水和氧化液中溶解度的不同进行萃取。

被分离出双氧水的氧化液（一般含双氧水≤0.1g/l）称为萃余液，经萃余液分离器分离后进入后处理工序。

去离子水与氧化液逆流接触，氧化液中的双氧水被水萃取，浓度逐渐升高，称其为萃取液。

萃取液由上向下流动，当浓度达到要求时，萃取液由塔底流出进入净化塔。

水与氧化液流量之比称为萃取比，根据成品浓度的要求，一般生产35%双氧水时控制在1∶65±

3。

去离子水进入配制槽后，加入磷酸作为稳定剂，其酸度控制在≤0.2g/l以下,最终保证萃取液的酸度不大于0.4g/l（以硫酸计）。

净化塔也为筛板塔，芳烃溶剂由芳烃溶剂高位槽进入净化塔下部并充满塔。

由萃取塔出来的萃取液进入净化塔的上部，在塔内经分散向下流动，利用其密度差通过溶剂柱，除去双氧水中的有机杂质，净化后的萃取液自净化塔底部流出即为双氧水成品送至成品缶区。

自净化塔上部流出的芳烃去老装置工作液配制槽或去氧化液受槽回收使用。

工作液的后处理

自萃取塔塔顶流出的萃余液进入萃余液分离器，除去夹带的大部分水和双氧水后，进入干燥塔，进一步除去微量双氧水和水。

干燥塔为筛板塔，其内装有密度为1.3—1.4g/cm3的碳酸钾溶液，碳酸钾溶液来自碳酸钾泵,从塔中部进入塔内。

萃余液从干燥塔下部进入塔内，被筛板分散后向塔顶漂浮，以除去萃余液中水份、中和酸及分解双氧水。

除去水、双氧水后的工作液进入碳酸钾分离器除去部分夹带的碳酸钾溶液后，进入装有三氧化二铝的后处理白土床底部，进一步吸附工作液中的碳酸钾和再生蒽醌降解物，工作液自后处理白土床上部流出进入工作液受槽，由工作液泵经工作液过滤器送入固定床循环使用。

从干燥塔底部排出的密度≥1.2g/cm3的碳酸钾溶液，经碳酸钾预热器预热后进入碳酸钾蒸发器进行蒸发，使其浓缩到密度为1.30—1.40g/cm3，从底部流出进入碳酸钾冷却器冷却后进入碳酸钾受槽，再用泵送回干燥塔继续使用，此过程连续进行。

从碳酸钾蒸发器出来的水蒸汽与从干燥塔排出的碳酸钾溶液换热后排入废水处理系统。

4.2.16.4、原料、催化剂、化学品消耗量表

序号

名称

单位

每吨产品耗量

年耗量

一次充填量

1

重芳烃

kg

3

150000

2

2-乙基蒽醌

0.5

25000

磷酸三辛酯

0.35

17500

4

去离子水

0.9

45000

5

磷酸

0.78

39000

6

三氧化二铝

3.53

176500

7

碳酸钾

1.8

90000

8

氢气

Nm3

200

10x106

9

0.1

5000

公用物料和能量消耗定额表

每吨消耗定额

小时耗量（正常值）

蒸汽

0.45吨

2.8吨

循环水

80吨

500吨

电

204kWh

1275kWh

4.2.8焦炉气压缩

（1）工艺流程简述

从焦化装置来的净化后的煤气进入焦炉气气柜（1000m3）。

从气柜出来的焦炉气压力约200mm水柱，温度40OC进入压缩机，从三段出口的焦炉气压力2.5MPa，温度约40OC送往精脱硫。

（2）原材料及动力消耗

原材料、动力消耗定额及消耗量表

规格

使用

情况

消耗量

备注

每小时

每年

Δt=10oC

连续

t

700

10000V

kWh

4400

380V

15

4.2.9精脱硫

来自焦炉气压缩的压力2.5MPa，温度40OC的焦炉气含无机硫20mg/Nm3，有机硫250mg/Nm3，先经过过滤器和预脱硫槽滤去油雾和脱除无机硫后送至转化装置利用余热提温到约320OC。

提温后的气体经一级加氢转化器，气体中的有机硫在此转化为无机硫，另外，气体中的氧也在此与氢反应生成水。

加氢转化后的气体含无机硫约255mg/Nm3，进入中温脱硫槽，脱去绝大部分的无机硫。

之后经过二级加氢转化器将残余的有机硫进行转化，再经中温氧化锌脱硫槽把关，使气体中的总硫达到0.1ppm。

出氧化锌脱硫槽的气体压力约为2.3Mpa，温度约为380OC送往转化装置。

装置中设置中温脱硫槽三台，操作时可串可并，正常操作时两串一备。

氧化锌脱硫槽为两台，正常操作时两台串联，单台需要更换触媒时，短时单台操作。

开车时或更换新触媒后，中温氧化铁脱硫剂需升温还原、铁钼加氢催化剂需升温硫化。

升温气体通过升温炉来加热，升温炉用燃料气作热源。

JT-8加氢

催化剂

21790

中温氧化铁

250860

氧化锌

10239

活性炭

15359

脱氯剂

4500

吸油剂

17820

4.2.10转化

来自精脱硫的焦炉气，温度约380oC，与废锅来的蒸汽混合，进入焦炉气蒸汽预热器，再经预热炉预热到660oC，进入转化炉。

来自空分装置的氧气加入安全蒸汽后温度约300oC，进入转化炉，在转化炉顶部与焦炉气蒸汽混合，混合气体中氧首先与可燃气体反应产生反应热，为甲烷转化反应提供热量。

气体进入床层后，在催化剂的作用下，甲烷及少数多碳烃转化为一氧化碳和氢。

出转化炉的转化气约960oC，入废热锅炉副产2.9MPa（g）的饱和蒸汽后，经过焦炉气预热器、焦炉气初预热器、锅炉给水预热器、空气冷却器、脱盐水预热器回收热量，并冷却到40oC，分离冷凝液经氧化锌脱硫槽把关后送合成气压缩机。

原材料、动力消耗定额及消耗量表

脱盐水

冷却补水

2.9MPa

饱和

-4

140

锅炉给水

25

氧气

99.6%

5022

转化催化剂

12000

5880

1480

冷凝液

-19

作冷却补水

4.2.11合成气压缩

来自转化装置的转化气压力约2.0MPa，温度40oC，进入合成气压缩机新鲜气段，来自甲醇合成的循环气进入循环段，压至6.0MPa，送往甲醇合成。

合成气压缩机用电机驱动。

消耗

定额

33.6

470

268.9

3960

2.69

32

4.2.12甲醇合成

来自合成气压缩机的合成气压力6.0MPa，温度约40oC，进入气气换热器与出塔气换热升温后进入甲醇合成塔，在催化剂作用下，进行甲醇合成反应，主要反应如下：

CO+2H2=CH3OH+Q

CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q

此外还有微量的副反应发生，产生少量的杂质，较典型的副反应为：

2CO+4H2=CH3CH2OH+H2O+Q

2CH3OH=（CH3）2O+H2O+Q

甲醇合成塔为管壳式反应器，管内装有甲醇合成触媒，壳程为沸腾热水，反应中产生的热量用来生产中压饱和蒸汽，因此反应温度可以稳定地控制在一定的范围内。

出合成塔的气体入气气换热器，在此与合成塔入口气体换热，把入塔气加热到触媒活性温度。

出气气换热器的气体经水冷器用循环水冷却到40oC，此时气体中大部分甲醇和水蒸汽被冷凝，然后在甲醇分离器内进行气液分离。

分离出的气体一部分作为循环气进入循环机，升压后与原料气混合去合成甲醇，进行下一个循环。

另一部分作为弛放气，经洗醇塔洗涤回收甲醇后送燃料气系统。

甲醇分离器底部出来的粗甲醇降压到0.5MPa后入闪蒸槽，释放出溶解在粗甲醇中的绝大部分气体，闪蒸槽出来的粗甲醇送去甲醇精馏精制。

每年

10

3.9MPa

-10.8

240

11.88

软水

合成触媒

19500

4.2.13甲醇精馏

由甲醇合成送来的粗甲醇进入预精馏塔的中部，在该塔中进行轻组分的分离。

塔顶蒸出气体经预塔冷凝器Ⅰ及预塔冷凝器Ⅱ冷凝后，冷凝液入预塔回流槽，不凝气送燃料气系统。

预塔回流槽排出的液体由预塔回流泵打入预精馏塔顶部作为回流液。

为防止设备腐蚀，在预精馏塔的粗甲醇入口管线上由碱液泵打入NaOH稀溶液，以中和合成反应中生成的有机酸。

预精馏塔蒸馏需要的热量由低压蒸汽供给。

预精馏塔底部出来的甲醇液由甲醇给料泵加压后送入加压塔，加压塔顶蒸出的甲醇蒸汽进入常压塔再沸器，甲醇蒸汽冷凝热作为常压塔的热源，出常压塔再沸器的甲醇液再进入加压塔回流槽，一部分甲醇由加压塔回流泵加压后送入加压塔作为回流液，其余部分经精甲醇冷却器冷却到400C作为合格产品送至精甲醇槽。

加压塔所需热量由低压蒸汽通过加压塔再沸器供给。

由加压塔底部排出的甲醇液送至常压塔下部，常压塔顶部出口的甲醇蒸汽经常压塔顶冷凝器后进入常压塔回流槽，再经常压塔回流泵加压，一部分送往常压塔顶回流，其余部分送至精甲醇槽。

常压塔底排出的含有微量甲醇和其它高沸点杂醇的水，由残液泵加压经残液冷却器冷却后，送往污水处理装置。

为保证精甲醇的产品质量，在常压塔中部抽出适量的杂醇，经杂醇冷却器冷却后由杂醇泵加压送至杂醇贮槽。

（2）原材料及动力消耗

13

0.5MPa

12.4

285

烧碱

9780

4.2.14甲醇成品罐区

成品罐区设置10000m3的甲醇贮槽两台。

130m3的杂醇贮槽一台。

贮存时间约40天。

原材料及动力消耗

间断

12.5