文稿5-创新点概述

1、目录目录第 1 章第 2 章2.12.2第 3 章3.13.2资源利用(原料)方案创新1产品结构方案创新2丙烯聚丙烯. 2氢气多元化利用技术2反应技术创新3催化精馏技术3新型催化剂的使用5烷基化反应5氧化、分解反应5分离技术创新6多级冷凝闪蒸与膜分离的结合6过程节能降耗技术创新7热泵精馏7水集成9夹点技术9水的再生与利用10环境保护技术创新13新型过程设备的应用14分解反应器14加氢反应器15催化精馏塔16新型分相器17第 4 章4.1第 5 章5.15.2第 6 章第 7 章7.17.27.37.4I第1章资源利用(原料)方案创新本项目为青岛炼化年产 28 万吨丙烯联产 36 万吨酚酮项目，

2、主要原料丙烷和苯来自母厂中国青岛炼化。丙烷在国内一般作为燃烧，为寻求能源的最大化利用，本项目充分利用来自母厂炼油装置副产的液化气丙烷，将其脱氢后生成丙烯。对于母厂生产的苯，通过与丙烯进行烷基化反应生产苯酚、，从而提高苯的附加值。该项目结合母厂的实际生产情况，利用丙烷脱氢、丙烯烷基化和异丙苯氧化分解等技术，实现了丙烷、苯、丙烯和酚酮的应用，打破了丙烷传统的能源化利用途径。在与母厂的产品体系有效融合的同时，产生了良好的经济效益和社会效益。1第2章产品结构方案创新2.1 丙烯聚丙烯本项目是为青岛炼化设计一座生产丙烯、苯酚和的分厂。青岛炼化炼油副产液化气为本项目提供原料，生产 28 万吨/年的丙烯和

3、36 万吨/年的苯酚。本项目生产的聚合级丙烯与母厂青岛炼化年产 20 万吨聚丙烯项目实现对接，我厂制造的丙烯可为总厂生产聚丙烯提供原料，形成丙烯聚丙烯一体化的，既保证上游产品的有效利用，又体现下游产品的拓展，具有产品可分可合、不断延伸等优势。2.2 氢气多元化利用技术本项目在丙烷脱氢工段生产的氢气，进行膜分离技术处理后，能够得到高品质的氢气，一方面作为本项目酚酮精制工段中 -甲基苯乙稀(AMS)加氢反应的原料，同时也可在丙烷脱氢工段作为稀释剂。剩余的氢气送往母厂，为柴油加氢、重油加氢脱硫、加氢裂化装置供应部分原料，实现了对于副产氢气的综合利用。2第3章反应技术创新3.1 催化精馏技术催化精馏特

4、指反应在固体催化剂上进行的反应精馏，即将催化剂填充于精馏塔中，它既起加速反应的催化作用，又作为填料起分离作用，具有提高主产物的选择性和原料的转化率、延长催化剂等优点。催化精馏塔由精馏段、提馏段和反应段组成，其中精馏段和提馏段与一般的精馏塔无异，可用填料或塔板，反应段催化剂装填方式分为拟固定床和拟填料式。对于异丙苯生产工段，丙烯与苯进行反应时采用可同时进行烷基化和烷基转移反应的催化精馏塔。该塔由三部分组成，从上往下依次是精馏段，反应段，提馏段，其中反应段催化剂装填方式为拟固定床式，其上部主要进行烷基化反应，下部主要进行烷基转移反应。见下图所示，来自上一工段的丙烯气体从催化精馏塔下部进入塔中，异丙

5、苯塔塔釜的二异丙苯返回催化精馏塔，在催化精馏塔中的反应段与从上部流下的苯逆流接触在催化剂上分别进行烷基化反应和烷基转移反应。塔顶馏出物为污苯，侧线采出纯度较高的苯，塔釜采出异丙苯和二异丙苯的混合物。利用 Aspen Plus 丙烯与苯烷基化及苯与二异丙苯烷基转移的反应体系中催化精馏塔进行模拟计算，如下图所示：图 3- 1 催化精馏塔3本项目运用了催化精馏塔与常规反应流程相比节省设备的投资，同时提高了反应的选择性和转化率，改善了分离效率和生产能力，有效节约了能源。下图为异丙苯生产过程工艺改进前后的对比图：将苯与丙烯的烷基化反应器、苯与多异丙苯的烷基转移反应器集成至一个催化精馏塔反应器中，与常规流

6、程相比减少了一个烷基转移反应器。减少了设备投资并且在催化精馏塔侧线采出纯度较高的苯进一步降低能耗。图 3- 2 常规流程图 3- 3 改进后流程43.2 新型催化剂的使用3.2.1 烷基化反应本项目在异丙苯生产苯酚的工艺部分，采用了清洁催化剂。苯酚的常规工艺流程见下图所示，苯和丙烯在催化剂作用下进行烷基化反应生成异丙苯，异丙苯经空气氧化生成过氧化氢异丙苯。再用硫酸分解生成苯酚和。图 3- 4 苯酚的常规工艺流程3.2.2 氧化、分解反应本项目在异丙苯氧化生产过氧化氢异丙苯过程中，采用 MgO-NiO 催化剂，提高了反应转化率，避免传统NaOH 做催化剂导致的设备腐蚀问题，也有效抑制了钠离子导致

7、的再沸器堵塞及后续分解反应树脂催化剂失活。过氧化氢异丙苯分解生产酚酮反应使用树脂催化剂替代硫酸催化剂，做到催化剂清洁，从而减少含酸废水的产生和中和剂的用量，既减少了污染，也节约了资源。配合使用多胺中和剂以替代氢氧化钠，有效减少含酸废水的产生和避免精制工段钠盐的存在导致的再沸器堵塞。缓蚀剂配合多胺中和剂一同加入中和罐中，增强了对后续设备的缓蚀作用，大大减少了设备的腐蚀，提高了设备使用，降低生产成本。5第4章分离技术创新4.1 多级冷凝闪蒸与膜分离的结合目前工业化的丙烷脱氢制丙烯装置普遍采用深冷分离的方式来分离反应产物。深冷分离是石脑油蒸汽裂解产物分离的主要方法，技术成熟，应用广泛，由于冷剂温度低

8、，反应产物中的 C3 组分几乎全部都被冷凝下来，但是深冷方法温度低，对设备材质要求较高，冷量来源于压缩机，能耗大，氢气含量越高，所需的冷剂温度越低，会导致冷量后移，从而增加压缩机功耗。本项目在丙烷脱氢制丙烯的产物分离中，采用四级冷凝闪蒸和膜分离结合的方式，具体分离步骤为：1)将脱氢反应后的压缩气体，经冷箱 1 处理后进入第一级闪蒸罐，罐顶的气体和后面三级循环来的气体共同进入氢气膜分离器后经冷箱 2 处理；经冷箱 2 处理后，再进入第二级闪蒸罐，罐顶的气体进入冷箱 3 处理；经冷箱 3 处理后，进入第三级闪蒸罐，罐顶的气体进入冷箱 4 处理；经冷箱 4 处理后，进入第四级闪蒸罐，罐塔顶的气体在依

9、照原来相反的顺序依次进入冷箱 4、冷箱 3、冷箱 2 交换热量后，和另一股经冷箱 1 处理后的脱氢产物的压缩气体共同进入膜分离器，获得纯度达到 95%的氢气。2)3)4)该工段多次利用混合器的能量分离氢气，每段物料经冷箱的处理均是多股同时的，热量多次重复利用，物料多次经过冷箱，根据各股物料温度的不同来进行热量的交换，同时作为一部分冷剂利用，节约能耗，增加了分离效果。除此之外，该项目还将丙烯精制工段脱轻组分塔塔顶排放的气体，经过冷箱处理利用其冷量后，作为气利用。6第5章过程节能降耗技术创新5.1 热泵精馏对于丙烯精制工段的脱丙烷塔(T0202)，其塔顶温度为 48.5、塔釜温度 55.6，顶底温

10、差较小，仅 7.1，被分离物系主要为丙烯和丙烷，符合使用热泵的条件。热泵可分为精馏塔闭式和精馏塔开式流程。而精馏塔开式流程包括开式A 型（塔顶蒸汽直接压缩式）、开式 B 型(塔底液体闪蒸再沸式)两种流程。由于脱丙烷塔釜丙烷有较好的压缩特性和较大的气化潜热，适宜作为冷剂，宜选用精馏塔开式B 型流程。开式 B 型热泵精馏是以塔釜出料液体作为工质的热泵精馏，精馏塔塔釜液体经过减压阀节流闪蒸降压后，温度降低作为冷剂与塔顶采出的气体换热，蒸发吸热使塔顶气体冷凝，冷凝液一部分作为产品出料，另一部分作为精馏塔塔顶的回流。热泵精馏从精馏过程的角度看，可理解为用一个换热器兼作塔顶冷凝器和塔底再沸器；从制冷循环的

11、角度看，可理解为取消了制冷剂冷凝器，将间接换热改为直接传热，塔釜温度等于压缩机排气温度，降低了传热的不可逆性。采用Aspen Tech 公司的化工流程Aspen Plus 对常规精馏和热泵精馏两种方案分别进行模拟计算，流如下所示：7图 5- 1 脱丙烷塔常规精馏流程示意图图 5- 2 脱丙烷塔开式 B 型热泵精馏流程示意图结果表明： 普通精馏塔塔顶冷却能耗为 70322.4kW ，塔底加热能耗为 70033.9kW，总能耗为 140356.3kW，而热泵精馏中压缩机电耗为 40771.6kW，辅助冷凝器冷却能耗为 33221kW，总能耗为 73992.6kW。与普通精馏相比，热泵精馏节约能耗

12、66363.7.2kW，能耗降低 47.28%。85.2 水集成5.2.1 夹点技术水夹点技术是水网络集成技术的一个分支，用各操作单元的负荷对浓度参数作图，得到负荷浓度关系图。用水系统的极限复合曲线与最小供水线的交点就是的水的“夹点”。在夹点的上方，该操作单元的极限进口浓度高于夹点浓度，要通过处理后利用，不能使用新鲜水，通过其他操作单元的处理用水来补充；在水夹点下方，该操作单元的极限出口浓度低于夹点浓度，不应排放废水，应将提高它的重复利用价值。这就是用水的“夹点技术”。在实施所设计出的最大水复用率网络时，要对某些作为中间用水过程出口水流中的部分非关键组分进行水处理，使它们的浓度达到匹配单元进口

13、浓度要求。最小供水线斜率的倒数就是系统的最小新鲜水用量。用水网络浓度间隔如图所示：图 5- 3 用水网络浓度间隔用水组合曲线和最佳供水量如下图所示：9图 5- 4 最佳供水量5.2.2 水的再生与利用从系统某一单元操作中产生的废水或多个单元操作产生废水的总汇，经过全部再生和部分再生后，在对其它单元无不利影响条件为该单元操作的水源，从而大幅度减少新鲜水的需求和废水处理量。废水的再生再利用中，夹点处再生可实现新鲜水用量和废水处理量最小，此时最小新鲜用水量为21.20t/h，新鲜水浓度为100ppm，平均输出水浓度 254.79ppm。其初步用水网络如下图所示：10图 5- 5 初步用水网络优化后用

14、水网络如下图所示：图 5- 6 优化后用水网络根据上述用水网络设计，优化前和优化后对比如下表所示：11表 5- 1 优化前后用水量对比情况综上所述，采用水集成夹点技术后，建立优化后网络，水的重复利用率相比之前没采用水集成网络提高了 34.18%，同时改全厂的节能降耗，取得了良好的经济效益和环保效益。水紧张的局面，有助于推进12新鲜水用量(t/h)重复利用率%优化前全部新鲜水62.0234.18优化后再生重复利用21.20第6章 环境保护技术创新目前，工业上采用生化处理法处理低浓度的含酚废水，而一般采用溶剂萃取法处理高浓度含酚废水。比较各含酚废水的处理技术：表 6- 1 各含酚废水处理技术比较名

15、称特点利用高效率萃取装置与高溶解度的萃取剂，可获得较好的脱萃取法酚效果多孔膜不稳定，维持较高的突破压时膜可能会产生固定固体膜萃取分离相流失的现象；致密膜的突破压非常高，但传质速率较低。本项目应用溶剂萃取法和中空更新液膜技术结合的方式处理含酚废水，不仅能够减少成本还可以克服传统液膜技术中稳定性较差的缺点，同时具有传质效率较快，工艺流程相对简单，选择性较高，设备紧凑，操作弹性大，易于放大等诸多优点。本项目生产过程中含酚废水的处理用溶剂萃取法和中空更新液膜技术处理后去除率可达 99.92，浓度 1.8mg/L，低于国家工业含酚废水的三级排放标准2mg/L，在送去园区三废处理站做进一步处理。反萃相苯酚

16、浓度高出料液相 500 倍，在中空更新液膜操作中，异丙苯作为萃取剂完全可以实现苯酚的逆浓度梯度传质和富集。13效率较高、选择性较好、设备简单、快速节能、可实现物质液膜分离技术回收和分离，但相间渗透、支撑液膜流失问题制约广泛应用。耐毒性差、生产波动大、运行管理成本较高，在处理高浓度、活性污泥法组成较复杂的含酚废水时脱酚效果不甚理想。“甬碳调”创新性说明第7章新型过程设备的应用7.1 分解反应器在酚酮生产工段，该项目使用釜式反应器分解过氧化氢异丙苯，通过将反应器作如下改进：上层搅拌器拆除，下层搅拌器改为推进式螺旋桨，在搅拌釜下半部分中设置导流筒，以提高反应效率。导流筒的使用可以严格控制方向，导流筒

17、包围螺旋桨桨叶，使得桨叶排出的液体在导流筒内外部形成上下的循环。改进后使得树脂催化剂在反应器下部 1/2 区域内均匀悬浮，且温度分布较为均匀。分解反应器示意图如下：图 7- 1 分解反应器示意图改进前后分解反应器温度分布见下表：14“甬碳调”创新性说明表 7- 1 改进前后分解反应器温度分布表改进前改进后序号284.569.878.378.348469.882.781.77.2 加氢反应器在酚酮精制工段，将一种双催化剂系统在-甲基苯乙烯选择性加氢反应器中运用，利用了镍催化的低成本和高活性以及贵金属催化剂的高选择性和长催化剂的优点，兼顾转化率与成本。第一催化床层产物流出液经冷却后进入第二催化床层

18、，反应器随着放热反应进行而上升的温度。通过第一催化床层后有 70%95%的-甲基苯乙烯转化为异丙苯，来自第一催化床层的物料经过第二催化床层后，-甲基苯乙烯的最终转化率可达到 99.9%。15384.46982.381.9上/下/上/下/18568.779.979.4“甬碳调”创新性说明图 7- 2 加氢反应器7.3 催化精馏塔对于异丙苯生产工段，丙烯与苯进行反应时采用可同时进行烷基化和烷基转移反应的催化精馏塔。该塔由三部分组成，从上往下依次是精馏段、反应段、提馏段。其中反应段催化剂装填方式为拟固定床式，其上部主要进行烷基化反应，下部主要进行烷基转移反应。为满足反应和精馏的基本要求，催化剂在塔内的装填方式满足以下条件：使催化剂床层具有足够的空间，以进行液相接触和气相精馏，气液分布均匀，为催化接触提供足够的表面积；具有足够大的表面积进行催化反应；催化剂小球可膨胀或收缩，但却没有磨损。本项目催化精馏塔内催化剂装填方式见下图：16“甬碳调”创新性说明图 7- 3 催化精馏塔内催化剂装填方式催化剂的填装方式基本可以分为两种类型，即拟固定床式和拟填料式。本设计采用结构简单的塔盘上固定填料式装填。即在传统的板