4-创新性说明书

镇海炼化年产20万吨醋酸乙烯项目 创新性说明目录第一章清洁生产技术创新11.1醋酸乙烯生产技术创新11.2碳排放减少1第二章分离技术创新32.1分子筛吸附脱醛技术32.1.1分子筛的制备42.1.2 分子筛吸附脱醛工艺步骤42.1.3 吸附塔的工艺参数52.1.4吸附塔的控制72.2非均相精馏萃取技术82.3变压精馏萃取技术82.4隔壁塔精馏92.5膜分离技术102.5.1膜的选择102.5.2膜分离的工艺参数112.5.3膜的清洗11第三章过程节能技术创新113.1热泵精馏技术113.2内部热耦合精馏技术123.3热集成创新13第四章环境保护技术创新154.1三废排放量表154.1.1废水154.1.2 废气174.1.3 废固17第五章工艺设备技术创新205.1输送设备结构创新205.2换热设备结构创新205.3分离设备结构创新215.4反应器结构创新23HUGO华格一队第一章清洁生产技术创新1.1醋酸乙烯生产技术创新醋酸乙烯（VAC）是一种重要的有机化工原料，资料显示醋酸乙烯的产量在化工原料中排名在50名。醋酸乙烯以及其衍生物在涂料、皮革制品、纤维合成以及土壤改良等领域都得到广泛使用。醋酸乙烯的生产方法主要是从乙炔法发展，最终向乙烯法发展。目前全球生产醋酸乙烯的方法主要有两种方法一种是乙炔法另外中是乙烯法，乙烯法与乙炔法所占的市场份额比为7:3。从二十世纪60年代末采用乙烯法制备醋酸乙烯，由于该方法具有很多优点从而得到迅速发展。到70年代时生产醋酸乙烯的方法基本采用乙烯法。乙烯法是指将氧气、乙烯以及醋酸在催化剂的作用下，在反应温度为100-200C，压强条件为0.6- 0.8MPa下，通过固定床反应器进行反应制备出醋酸乙烯，将反应物进行分离、精馏最终制备出醋酸乙烯产品。乙烯法制备醋酸乙烯主要采用乙烯气相法。而乙烯气相法主要工艺是以 Bayer 气相法和 USI 气相法为代表，又由于Bayer 法具有催化剂活性比较高，空时收率高等优点，现在全球以乙烯液相法制备醋酸乙烯方法多采用 Bayer 法。在传统的Bayer 法路线中，乙醛、乙酸甲酯等轻组分副产物，往往作为燃料进行燃烧，难以分离的醋酸乙酯有些公司选择作为产品杂质不进行处理，有些公司选择与少量VAC一起排出后进行反应最终生成乙酸乙酯产品进行销售。本工艺选择采用变压萃取精馏，非均相精馏等方式，将各种副产物都分离成纯度达标等可销售产品，提到了资源利用率，同时也提高了VAC产品的品质。1.2碳排放减少本工艺的碳排放部分来源于循环气体分离工段，部分来源于生产公用工程（蒸汽、电能等）所产生的碳排放。为了降低循环气体分离工段的碳排放，本项目采用了氢氧化钠吸收方法和火炬气回收系统。先将尾气中的CO2进行吸收，再送入火炬中进行燃烧，最后收集燃烧生成的CO2再次通入吸收塔。吸收塔采用氢氧化钠进行吸收，所得产物先通过反渗透进行脱水，结晶技术，得到符合产品标准的碳酸钠晶体，脱除的水回用来配置碱液。实现了尾气的再利用与碳排放的减少。为了进一步节能降耗，本项目进行换热网络的集成设计，并且使用热泵精馏、内部热耦合等节能技术降低能耗，有效地减少每吨产品的碳排放量。根据国家发改委的推荐，每燃烧1吨标准煤会排放2.62吨CO2、8.5公斤SO2和7.4公斤氮氧化物。节能减排情况如表1-1所示。表1-1 节能减排情况表热公用工程/(kJ/h)冷公用工程/(kJ/h)优化前7.744E+081.589E+08优化后7.607E+081.452E+08节约能源/%6.59.1能量优化量0.68万吨标煤碳排放减少量1.78万吨CO2注：(1)热泵压缩机的电耗折算为蒸汽能耗后补充到热集成后的热公用工程消耗量中。 (2)不同品质公用工程的能耗统计方法遵循GB/T50441-2016石油化工设计能耗计算标准。第二章分离技术创新2.1分子筛吸附脱醛技术循环气体分离工段中，循环气需要脱除副反应生成的乙醛才能够循环回反应器进行反应。工业上分离乙醛的方法有:、催化燃烧法、精馏法、吸附法等。其中，吸附法以其脱除效率高、富集功能强、不易造成二次污染等优点成为近年来分离低浓度乙醛的最有效方法。常用的的吸附剂有:硅胶、活性氧化铝、活性炭、炭分子筛、沸石分子筛等。其中，沸石分子筛是由阳离子和带负电荷的硅铝氧骨架所构成的极性材料，可通过静电诱导使分子极化，而乙醛等醛类物质含有羟基极性基团，为极性吸附质，易于被沸石吸附。而CO2，C2H4，O2等极性低的化合物则难被吸附，所以分子筛吸附脱醛技术能够很好的完成分离任务。分子筛吸附脱醛工艺在低浓度、高温、高气体流速等苛刻条件下仍能保持比其他固体吸附剂高的吸附容量，且技术发展快、应用广，其主要特点是：能耗低，工艺适用范围较广；产品纯度高且可灵活调节；工艺流程简单，可实现多种气体的分离；装置自动化程度高，操作方便；装置调节能力强，操作弹性大；投资小，操作费用低，维护简单，检修时间少，开工率高；吸附剂使用周期长，正常操作下吸附剂一般可以使用十年以上；环境效益好，除因原料气的特性外，装置的运行不会造成新的环境污染。本工艺原料处理量为142617kg/h(10256.4 m3/h)，规模较大，工业上一般采用三塔流程。在三塔流程中，两塔进行原料吸附脱醛的同时，另一塔进行吸附剂的再生、冷却，在一塔完成吸附过程后，另一塔已经再生完成，可以进行吸附操作，此时进行切换，继续进行吸附脱醛操作。塔流程的工艺过程如下：表2-1 两塔方案时间分配表吸附塔0-8h8-16h16-24h分子筛脱水塔1吸附阶段再生阶段吸附阶段分子筛脱水塔2吸附阶段吸附阶段再生阶段分子筛脱水塔3再生阶段吸附阶段吸附阶段从上表可以看出，每个时间段都有两个塔处于吸附阶段，一个塔处于再生阶段，通过控制系统实现三塔塔的合理切换，从而保证下游供气的连续性。本工艺中两塔的控制与模拟流程图如下：图2-1 分子筛吸附脱水塔控制与模拟示意图2.1.1分子筛的制备购买温州华华集团的NaY型分子筛，将NaY型分子筛在70-90的2030硝酸镁溶液中进行离子交换， 170干燥，500。c焙烧3h，以上过程重复3次，分子筛压片成型并筛分为40-60mesh颗粒备用。2.1.2分子筛吸附脱醛工艺步骤2.1.2.1 吸附阶段原料气自吸附塔塔底进入，自下而上与分子筛床层相接触。在原料气接触过程中，气体中的乙醛被分子筛吸附，从而达到原料气脱醛的目的。脱醛后的原料气从塔顶排出，进入后续工段。工业上单台吸附塔的吸附操作时间一般为8h，8h后原料气切换到另一座吸附塔，原吸附塔进入再生阶段。2.1.2.2 再生阶段分子筛吸附床层的再生阶段包括切换、降压、热吹、冷吹、升压五个步骤。吸附塔切换到再生阶段后，通过再生出口控制阀和卸压程控阀进行系统降压。吸附塔压力降到一定压力时，开始对吸附塔进行吹扫。吹扫使用的气体经风机加压，通过再生进口程控阀进入升温换热器中，加热后的气体通过管道和吹扫进口程控阀进入干燥塔，进行干燥塔的升温吹扫。当吸附塔床层温度升高到一定值后，乙醛分几乎全部被解吸，此时，再生加热器停止加热，使用常温再生气作为分子筛床层冷却气，将分子筛吸附床层温度降到操作温度后，切断再生气源。2.1.3 吸附塔的工艺参数1）原料气处理量为104940.727 Nm/h，（25，1bar）。2）吸附周期T=8h。3）Y型改性分子筛穿透吸附量： 773mg/g。4）将原料气中的乙醛分脱到10ppm，脱醛量为638.436kg/h。单塔操作吸附周期为8h，共脱醛5107.488kg。操作条件下（25，1bar），气体流量为104940.727 m/h，气体质量流量为142611.42 kg/h，气体密度为1.36kg/m。5）已知b=700kg/m3,Dp=0.0032m。即可根据雷督克斯的半经验公式求得吸附塔直径，半经验公式如下：G=(Cbgdp）0.5式中 ：G-允许的气体质量流速，kg/(m3.h) C-系数。气体自上向下流动，取0.250.32；自下向上流动，取0.167； b-分子筛的堆积密度，kg/m3； g-气体在操作条件下的密度，kg/m3； dp-分子筛的平均直径（球形）或当量直径（条形），m；则G=3600(0.1677001.360.0032)0.5=2567.759kg/(m2.h)吸附塔的截面积： F=142611.422*2567.759=27.77m2直径：D=（27.774）0.5=5.95m圆整为6m。原料气的摩尔流量为4348.12kmol/h操作周期T=8h，总共脱醛5107.488kgY型改性分子筛穿透吸附量： 773mg/g故吸附塔需分子筛质量为：5107.488773*1000=6607.358kg其体积为V=6607.358700=9.44m3床层高H=VF=0.33m圆整得0.4m，高径比约为0.45.95=0.067。由气体加工工程数据手册（第13版）可得分子筛吸附床层压降计算公式如下：PL=Bvg+Cgvg2式中：P 压降，kPa；L 床层高度，m； 气体粘度，mPas；vg 气体流速，m/min；g 气体操作状态下的密度，kg/m。选用直径为3.2mm的球形分子筛，查得B=4.155，C=0.00135。温度25，压力1bar的操作条件下，已知g=1.36kg/m，=0.01346Pas，气体流速vg =13.05m/min。则：P=0.33（4.54.1550.0134613.05+0.0013513.2713.052 ）=1.188kPa分子筛吸附塔进行吸附时，气体通过床层压降一般宜小于等于0.035MPa，不宜高于0.055MPa，否则应重新调整空塔气速。此处计算得出床层压降为0.0012 MPa，符合要求。2.1.4吸附塔的控制2.1.4.1 投运准备投运时吸附塔内分子筛床层已充分再生和冷却，两个吸附塔均处于完好备用状态。投运过程采用手动控制： 将各控制阀置于关闭状态，并确认各控制阀为“关闭”状态； 通过入口旁路控制阀充入湿原料气体，将分子筛吸附塔内压力升高到操作压力。关闭原料气入口旁路。2.1.4.2 吸附阶段先投运T1、T2、T3处于备用（再生）状态。T1，T2投运的控制过程如下： 初次启用时，首先启动T1，T2吸附逻辑控制系统，将控制模块置于自动状态。检查控制阀（V011/ V012/V013/V014/V015/V016和V021 / V022/V023/V024/V025/V026）阀位，检查吸附塔压力是否达到设定的操作压力。 打开原料气入口控制阀，吸附塔出口控制阀。吸附操作时间满8h后，进行吸附/再生过程切换。2.1.4.3三塔切换过程T1吸附阶段满8h后，吸附床层内的水分达到设计的吸附容量，此时T1切换到再生阶段，T3切换到吸附阶段。两塔的切换过程由控制系统及控制系统内的计时器系统完成。在T1、T2进入吸附阶段、T3进入再生阶段的同时，为切换过程配套的计时器系统复位，计时满8h后，自动启动T1的再生控制模块和T3的吸附控制模块，同时计时系统复位。当计时再次满4h后，自动启动T1的吸附控制模块，T2的再生控制模块，从而达到三塔平稳切换的目的。2.1.5.4 再生阶段TA再生的控制过程如下：1）初次启用时，首先启动TA再生逻辑控制，并把控制模块置于自动状态。2）检查控制阀（V011/V021/V031/V041/V051/V061）阀位，打开泄压阀泄压。3）当吸附塔压力降至设定值后，关闭泄压阀，停止泄压。打开再生气加热炉、再生气入口阀门、再生气出口阀门，对床层进行再生操作。4）操作时间满4.5h后，再生气加热炉停止加热，床层进入冷却阶段。5）操作时间满6.5h后，冷却结束，关闭再生气入口阀门，再生气出口阀门。6）打开充压阀，对吸附塔进行充压，当吸附塔压力升高到设定值时，关闭充压阀。吸附塔处于备用状态，可以进行再生/吸附切换。2.2非均相精馏萃取技术在被分离的物系中加入共沸剂，该共沸剂必须能和物系中的一个或者几个组分形成最低点共沸物，以至于使需要分离的几种组分间的相对挥发度增大。在精馏时，共沸组分作为轻组分能以恒沸物的形式从精馏塔顶蒸馏出，工业上把这种操作定义为共沸精馏。根据塔顶蒸馏出的二组分或三组分混合物经冷凝器冷凝后能否分为互不溶解的两个液相，将共沸精馏分为均相共沸精馏和非均相共沸精馏。在本工艺中，轻组分的杂质主要有水，醋酸甲酯。其中水能和醋酸乙烯形成共沸物，而醋酸甲酯与醋酸乙烯的化学结构相似，在传统工艺中往往难以分离，导致最终产品纯度降低，品质下降。通过查阅物性手册，并通过Aspen共沸物查询功能，发现乙二醇能够对醋酸乙烯、醋酸甲酯体系进行萃取，经精馏塔分离后，塔顶获得醋酸甲酯产品。在通过精馏，将乙二醇分离，循环回用。水与醋酸乙烯最后通过非均相精馏，于两塔塔底分别获得醋酸乙烯产品与水。2.3变压精馏萃取技术在精馏过程中得到气掖组成恒定、沸点恒定的混合物称为共沸物。依据共沸物共沸点温度的高低分为正偏差共沸物和负偏差共沸物。很多共沸物的共沸组成对压力比较敏感，因此在理论上可以边过改变压力的方法来进行分离。在一定压力地围内，共弗组成随压力的变化幅度大于等于 5% （摩尔分数）或者出现共沸物消失的现象时可以采用两个操作压力不同的精馏塔来实现物系分离，这种精馏方法称为变压精馏（Pressure Swing Distillation, PSD) 。变压精馏既可以分离最低二元共沸物，也可以分离不常见的最高二元共沸物。分离最低二元共沸物时，两个产物均作为塔底产物抽出；分离最高二元共沸物时，两个产物均作为塔顶产物产出。在本工艺中，萃取剂甲醇与醋酸乙烯会形成共沸物。需要将其进行分类将甲醇循环回用。这里选用变压精馏萃取技术可使得分离的甲醇和醋酸乙烯浓度都达到99.9%以上，达到我们的分离要求。2.4隔壁塔精馏醋酸乙烯产品混合物的分离一直是该工艺的研究热点，经过初步分离后得到含多种杂质的醋酸乙烯混合物。其中轻组分杂质有醋酸甲酯、水、乙醛，重组分杂质为醋酸乙酯。由于醋酸甲酯醋酸乙酯与醋酸乙烯的结构相似，在后续的分离中均要采用萃取精馏技术。为减少萃取剂用量，同时保证产品质量，本工艺选择采用隔壁塔精馏技术，先行分离出一部分醋酸乙烯产品，减少后续的处理量。同时由于隔壁塔的热耦合技术，相比于常规精馏，隔壁塔的能耗也有所下降。隔壁塔是将传统的多塔分离集中为一个塔，其具有以下优点：（1）能够大幅度降低整个流程的设备投资与操作费用，而且利用内部物质耦合及内部能量耦合等过程可以显著降低系统能耗，节约能源，提高系统的热力学效率。（2）隔壁塔巧妙地实现了两塔功能，进料侧相当于萃取分离塔，出料一侧相当于萃取剂回收塔，让两个塔中的能量在同一个塔中反复循环利用，极大地节省了能耗，同时还节省了冷凝器、再沸器以及管道的投资。（3）在分离三组分混合物时，在同样的理论板数和分离要求下，采用隔壁精馏塔要比常规的双塔精馏流程所需的能量明显降低。（4）隔壁塔尤其适合于热敏性组分的分离，这是因为在操作过程中物料只被加热一次，在塔釜中的停留时间相对较短。但隔壁塔也存在以下不足之处：（1）结构复杂，各区域之间通过耦合物流相互连接，自由度比简单塔明显增多，从而增加了其设计优化、操作和控制的难度，尤其是隔壁塔的控制问题。（2）隔壁板精馏塔并非适用于所有的精馏分离，其对分离纯度、进料组成、相对挥发度及塔的操作压力都有一定的要求：由于采用隔壁塔分离三组分混合物是在同一塔设备内完成，故整个分离过程的压力不能改变。图2-2 萃取精馏隔壁塔2.5膜分离技术膜分离技术的条件是具备选择透过性的膜，膜有气相膜、液相膜、固相膜和复合膜，工业上应用最多的为固相膜。膜分离具有高分离、低能耗、无相变、无二次污染、设备稳定、操作简单等特点，且逐渐代替了传统的分离技术。我国膜分离技术的研究开发时间较短，但因良好的分离性能以及较低的成本等特点，受到各企业以及国家的采纳与重视，因此在工业领域中占有重要地位。2.5.1膜的选择本工艺采用复合TFC膜，这种膜对CO2有着较高的选择性，使得在CO2分离的过程中只有极少量的C2H4、O2随CO2离开相较于传统的CO2吸收工艺，膜分离技术能耗低、设备稳定、操作简单。同时，大大减少了后续CO2吸收的处理量，也意味着CO2吸收塔的设备费用将大大减少。物质通量molm2bar-1h-1CO261.43C2H412.28O28.472.5.2膜分离的工艺参数工作压强：1bar工作温度：25膜面积： 770m22.5.3膜的维护本工艺为气体分离膜，膜使用寿命较长，可满足本项目年操作时间8000h的使用。在停车检修期，采用DROC系列专用清洗剂进行膜清洗。之后放入膜保护液（0510甲醛溶液）中，每天检查保护液pH值，检修期过后重新开始使用。第三章过程节能技术创新3.1热泵精馏技术当精馏塔的塔顶塔底温度相近，且存在较大热平台的时候，如果进行热泵技术可以有效回收一部分能量，从而使冷热公用工程用量均可以明显减小，从而节约能量。通过热泵技术，将功转化为热能，提升流股的温度品味，使原本不能换热的流股可以进行换热，从而使得冷热公用工程的用量均有所减少。这样，消耗少量电能（用于做功），节省大量的热量与冷量，便可以有效节约能量。通过热集成分析可知，精馏塔塔顶塔釜存在较大热平台，且温差较小，因此采用热泵技术，以塔顶气体为工质，塔顶气体经压缩机压缩升温后，与塔釜液相换热，使之部分汽化，同时使自身降温，再经深度冷却后分离得醋酸乙烯-轻组分杂质混合物送至后续分离工段，液相回流至精馏塔。塔釜液体经过分配器控制塔底采出量，再沸液体经辅助加热后汽化，循环回提馏段底部，液相出料为醋酸乙烯产物，送入醋酸乙烯储罐，热泵精馏塔结构如下图所示：图3-1 热泵精馏结构图由Aspen plus计算可得与无热泵技术能耗对比如下：表3-1 无热泵技术和热泵技术方案对比项目无热泵技术热泵技术冷公用工程能耗（kW）3390.7276热公用工程能耗（kW）3421.864.8压缩机功耗（转为热消耗kW）01273.5总能耗（kW）6812.51614.33.2内部热耦合精馏技术采用热泵技术，精馏段和提馏段的内部进行热集成，由此产生的新型的精馏段称为内部热耦合精馏段。在内部热耦合精馏段中，精馏段的操作压力高于提馏段，提馏段塔顶蒸汽被压缩至精馏段塔底，精馏段塔底液体作为提馏段塔顶回流，精馏段和提馏段的连接物流用压缩机和节流阀调节压力。借助精馏段和提馏段的温差，精馏段上升蒸汽与提馏段的下降液体进行热交换，精馏段蒸汽冷凝为液体作为提馏段的回流液，提馏段的液体蒸发作为精馏段的上升液体流。精馏段与提馏段逐板耦合，相当于精馏段每块板有一个冷凝器，提馏段每一块板有一个加热器，降低了整个塔的不可逆性，进而节约了能耗。由Aspen plus计算可得与无内部热耦合技术能耗对比如下：项目普通精馏塔T0208内部热耦合精馏塔冷公用工程能耗（kW）48625.613482.7热公用工程能耗（kW）49030.43076.6压缩机功耗（转为热消耗kW）027541.2总能耗（kW）9765644100.53.3热集成创新本项目使用了夹点分析和热集成节能技术，运用了Aspen Energy Analyzer V10.0软件，得到适用于本系统的换热网络方案。使厂区内的冷热物流在合理范围内换热，从而达到节省能量的目的，最终获得一个能量较大回用的换热网络，如下图所示：图3-3换热网络相较于热集成技术直接用公用工程进行换热的换热网络，运用热集成前后能耗对比如下：表3-3公用工程对比表项目冷公用工程/MW热公用工程/MW总计/MW直接公用工程9955572638172193换热网络设计8627767944154221能量减少量/%13.36.510.4可以发现节能效果显著，能量回用率较大，加强了生产过程的经济性，能量回收率（节能率）达到10.4%，热集成分析详细参见5-3换热网络设计说明书。第四章环境保护技术创新本项目实现资源化利用的同时实现清洁生产，本项目通过“三大循环”反应物气体循环、酸洗塔醋酸循环、反应物醋酸循环，以及“两小循环”萃取剂甲醇循环、萃取剂乙二醇循环，实现物料的最大化利用，大幅减少了废液、废气以及废固的产生。在生产过程中仅产生两股废气、四股废水及少量废固。三废具体信息见下表所示。4.1三废排放量表4.1.1 废水本项目废水排放量大，经过处理后均达到国家规定标准。表4-1废水排放一览表序号废水名称有害物排放量（kg/h）放点排放方式排放去向处理方法名称含量1预脱水塔废水水97.41%2317.474醋酸乙烯粗分离分相器水相间歇送厂区污水处理厂生化处理各类有机物3.59%2脱水塔废水水99.99%3631.757甲醇精制塔塔底连续送厂区水储罐作为工业用水其他有机物0.01%3非均相精馏塔废水水99.99%2403.17共沸精馏塔塔底连续送厂区水储罐作为工业用水其他有机物0.01%4轻组分分相废水醋酸乙烯0.8%477.173醋酸乙烯精制段分相器水相连续送往配置碱液配置碱液水97.5%乙酸乙酯209 PPB乙醛599 PPM5生活废水等COD230500全厂生活设施间歇送厂区污水处理厂生化处理氨氮、SS2504.1.1.1 废水处理方法装置内排水按其水质分为生产污水系统、生活污水系统、污染与水系统和雨水系统，在设计上层层把关，做到清污合流。（1）生产废水对于反应后含微量酯类的废水，可以直接送去污水处理站集中处理。对于纯度较高的废水，送往储罐，作为设备清洗用水,乙醛水溶液配制用水。对于精馏工段分相器的废水，杂质量较小可进行碱液配制.（2）生活废水生活污水排入全厂生活污水干管，最终进入总厂生活排水管网。（3）地面洗水工艺装置区和罐区围堰内的地面冲洗水和下雨时的初期雨水，经排水地沟收集，然后经全厂地下排水管网送至厂区污水处理站。（4）事故废水从风险事故分析及采取的相应措施可知，本项目风险事故中产生的污染物即为火灾事故处理中产生的事故消防废水。装置事故时，消防水量50L/s，持续时间按6h计算，水量为1080m3。事故水主要为有机事故水。发生事故时，人工关闭后期雨水阀，打开初期雨水阀，事故水直接排入含油污水系统，后排入南京工业园区事故水池。4.1.2 废气本项目废气有两股，分别采用吸收-燃烧供热和直接燃烧供热的方法处理。表4-2废气排放一览表序号排放气名称有害物组成排放量m3/h排放点排放方式排放去向处理方法名称含量%1二氧化碳尾气二氧化碳74.75188.0594透过膜分离壳程出口连续二氧化碳吸收塔热钾吸收燃烧供热乙烯14.94氧气10.314.1.2.1 废气处理方法本项目的尾气排放部分来源于循环气体分离工段。尾气处理主要采用了氢氧化钠吸收方法和火炬气回收系统。对于二氧化碳尾气，先将尾气中的CO2进行吸收，送至总厂火炬集中处理。吸收塔采用热碳酸钾进行吸收，所得产物通过吸收塔与解析塔，分离出乙烯与氧气，再通过分子筛吸附脱水塔，得到工业级的二氧化碳。4.1.3 废固本项目废固主要来自反应工段所用的催化剂、循环气体吸附所用的改性Y型沸石分子筛及生产包装物等。表4-3废固排放一览表序号排放废固名称有害物组成排放量吨/年）排放点排放方式排放去向处理方法1Pd-Au/SiO2催化剂重金属Pd、SiO212.4醋酸乙烯合成反应器1.5年/次工厂内处理回收2改性Y型沸石分子筛硅铝酸盐3分子筛脱醛塔2年/次供应商回收回收3生产包装物低毒或腐蚀性物质0.6生产使用间歇送资质单位处理降解4生活垃圾生活垃圾10.4生活区间歇送至垃圾处理站降解4.1.3.1废固处理方法本项目产生的废渣主要为失效催化剂，吸附脱水的改性Y型沸石分子筛，生产包装物和生活垃圾。除了生活垃圾属于一般固废外，其余固废属于危废HW06，产生量为15.4t/a，生活垃圾按人均0.2kg/d计算，生活垃圾产生量为10.4t/a。失活的催化剂可回收催化剂中的金和钯进行再利用。具体方法为先将失活的催化剂进行高温灼烧、还原等预处理，然后在盐酸溶液中通入氯气浸出金、钯，溶解时间为4h，之后用海绵钯粉从含贵金属的盐酸溶液中还原金将海绵钯还原金的溶液静置后倾倒上部溶液，杯底金粉先用热蒸馏水洗至无氯离子，然后过滤，过量的海绵钯会随着还原金粉沉淀滤出，其它杂质均留在倾倒液中。过滤出的还原金粉用稀硝酸煮洗，硝酸能把金粉中少量的海绵钯完全溶解，而金不溶解。先用6 molL的稀硝酸溶液按固液比1：10浸煮30 min，过滤，稍微水洗后再用4 molL的稀硝酸溶液按固液比1：10浸煮30 min，然后过滤，最后用热蒸馏水将金粉洗涤至中性，烘干，海绵金产品纯度大于9995，金回收率大于998。硝酸煮洗液收集后回收钯，提纯的海绵钯可以重复使用。还原母液中含有贵金属钯和贱金属，在室温下，硫化钠能直接从氯配合物溶液中沉淀出钯，沉淀后的钯硫化物用王水溶解，然后精炼，可以得到纯度大于9995的海绵钯，钯直收率大于998。整个过程由工厂内部处理。在对循环气体进行脱醛时，本项目采用改性Y型沸石分子筛，其主要成分为硅铝酸盐。分子筛吸附后可以通过吹扫的方式再生，本项目通过参数计算最终选择三塔的方式，两塔处于正常吸附状态，另一塔吸附剂进行再生。为保证吸附率，吸附剂平均每2年集中更换一次，送往供应商集中处理。厂区内的生活垃圾则属于一般固废，生活垃圾按人均0.2kg/d计算。项目职工日常生活垃圾实行袋装化管理，定点封闭储存，及时清运。第五章工艺设备技术创新5.1输送设备结构创新在设计过程中可以发现，我们存在低温液体（-18），以及在在温度过低时易结晶的的醋酸液体，为保证管道内的液体温度达到设计要求，我们在泵的选取时考虑了保温泵。新型保温流程泵由于其特殊构造，较之于普通构造泵，保温泵的优点在于输送液体时能够保持液体温度不变。具体实施时，在泵体保温夹套内通入保温介质，如蒸汽、导热油等对泵送介质进行保温，适合输送降温容易凝固的介质。图5-1 保温泵实物图图5-2保温泵内部结构图5.2换热设备结构创新传统采用的弓形折流板存在压降较大，易结垢，易发生漏液等问题螺旋折流板较传统弓形折流板而言，其流经路径不存在突变，也就是不会出现死区。其流经路径尽管固定，但是依然能使壳层流体把持较好的湍动情况，有较好的传热效果。工程实例：1.杭州龙山化工有限公司用螺旋管式折流板替换了传统的弓形折流板，经检测，传热效率提高了79.8%2.据中国化工报报导，螺旋管式折流板较弓形折流板而言，使传热效率提高80%。5.3分离设备结构创新本项目精馏体系中主要存在VAC，乙酸甲酯，水。VAC具有共轭双键，该双键较活泼，导致存在自聚情况，即使加入稳定剂也不能完全抑制其自聚反应。这些物质一旦聚集极易堵塞内件,比较难处理。加之VAC，乙酸甲酯，水存在交叉共沸情况，所以分离该四种物质的精馏塔对内部传质元件的要求高。实际生产应用证明,时间一长就会发生堵塔现象,不能长期正常运行。所以,要想从根本上解决堵塔问题,就必须选用合适的塔板。使用传统浮阀塔板不能很好的解决塔板堵塞等问题，同时浮阀塔板较大，通过查阅各种资料了解到，New-vst Plus塔板（立式连续传质塔板）板孔较大且无活动部件,一般不易被较脏的或黏性物料堵塞。另外,气液是在喷射状态下离开帽罩的,气速较高,对罩孔本身有较强的自冲洗能力,物流中含有的颗粒、聚合物、污垢等杂质难以在罩孔聚集并堵塞罩孔。故New-vst Plus塔板比较适合解决上述存在的内件堵塞的问题，同时该塔板已成功应用于VAC生产。图5-3 New-vst Plus塔板传质过程示意图操作原理：在塔板至罩顶的立体空间中,液相被进入板孔的气相经过拉膜提升破碎撞击折返喷射互喷分离6个步骤完成传质。具体传质过程为:液体进入罩内被气体向上拉膜提升；气体将液体破碎成液滴；气体和液滴上升碰撞分离板并折返,与上升的气液激烈碰撞；气体和液滴从罩体的侧面喷射板向斜上方喷出；在罩间,喷出罩体的气体和液滴对喷、相互碰撞；喷出罩体的气体和液滴,在密度差的作用下液滴回落至板面经溢流堰流向下层塔板,气体上升至上层塔板。New-vst Plus塔板具有如下主要特点：（1）处理能力大:对于喷射型塔板,由于上升的气液被分离板阻挡,形成的是水平喷射,气液能够有效分离,所以大幅度减小了雾沫夹带,提高了操作上限,增大了气相通过能力。此外,由于气体携带液体并流入帽罩,而不是像浮阀等塔板气体穿过板上液层,因而使塔板上流动的液体基本上为不含气体的清液,故降液管液泛的可能性大大降低,即液相通过能力大。（2）传质效率高：由于New-vstPlus塔板空间利用率高达50%以上,气液在罩内和罩间接触非常充分:一方面气体把液体分散成小液滴,大幅度提高了气液两相接触面积,另一方面激烈的喷射工况使液滴的表面不断更新,以维持高的传质传热推动力。因此,New-vstPlus塔板具有很高的传质效率。工业应用证明,New-vst Plus塔板的全塔效率比F1浮阀提高10%以上。（3）抗堵塞能力强：由于塔板板孔较大且无活动部件,一般不易被较脏或黏性物料堵塞。另外,气液是在喷射状态下离开帽罩的,气速较高,对罩孔本身有较强的自冲洗能力。物流中含有的颗粒、聚合物、污垢等杂质难以在罩孔聚集并堵塞罩孔,故可延长检修周期。（4）压力降低：气体通过New-vst Plus塔板时并不穿过板上液层,而只需克服被气体提升的那部分液体的重力,所以形成的压降要小。New-vst Plus塔板压降在低负荷时与F1型浮阀相当,高负荷时比F1浮阀低20% 30%,且负荷愈大,压降愈低。（5）操作弹性好：New-vst Plus塔板操作下限与浮阀、筛板塔一样,为漏液控制,但是由于New-vstPl