20xx最新宁波万华循环经济示范工程申报材料

20xx最新宁波万华循环经济示范工程申报材料内容摘要：

大大提高，为了降低成本，有些工厂已开始从乙炔法向乙烯法过渡。 电石乙炔法生产氯乙烯单体，由于产品成本高在国外已基本被淘汰。 我国 70年代以前氯乙烯单体生产主要是采用电石乙炔法， 到目前为止，电石法氯乙烯仍占有相当大的比例。 乙烯氧氯化法生产氯乙烯单体是当前世界上主要采用的生产技术，我国已引进了多套采用乙烯氧氯化技术的大型生产装置，使我国氯乙烯单体的生产技术接近国外 80年代水平，随着时间的推移，国外乙烯单体氯化工艺又有许多新的改进和发展。 本项目配套烧碱装置产出的氯气在 MDI生产过程中几乎全部转化为氯化氢，除部分吸收成为盐酸自用外，其余均可作为原料提供给氯乙烯生产装置，形成了较完整的上下游产品链，所以拟选择乙烯氧氯化工艺路线生产氯乙烯。 技术来源： 工业上广泛采用的为两步法氧氯化工艺。 两步法又有DOW法、 Monsanto法、 Goodrich法、 Stauffer法、 PPG法、SOLVAY法、东洋曹达法、三井东压法，其中以 Goodrich法应用最广。 各种氧氯化法的生产工艺技术特点比较分别列于表 、表 、表。 表 ：氧氯化部分技术比较 方法 反应条件 转化率 反应器 Goodrich法 215~225℃， ~ MPa， 乙烯∶氯化氢∶空气＝ ∶ ∶~ （ mol比） ＞ 96%（以氯化氢计），载体为三氧化铝 催化剂为氯化铜平均粒度 40 沸腾床。 碳钢，内有蛇管，副产蒸汽 Stauffer法 95%（以乙烯与氯化氢计），载体为硅藻土催化剂为氯化铜 固定床，用耐磨优质材料，副产蒸汽 ICI法 250~270 ℃ ， ＜，乙烯过量% 空气过量1~% 99% （ 以氯化氢计） 沸腾床。 铜镍合金钢 东洋曹达法 200~300℃ %（以乙烯与氯化氢计），二氯以烷收率 % 固定床，外部热载体循环，副产蒸汽 三井东压法 中等压力 载体为硅胶、硅藻土 ， 催 化 剂 为 沸腾床 , 副产高压 蒸汽 DOW法 285~310 ℃，~ MPa，乙烯∶氯化氢∶空气＝ 1∶ ∶ （克分子比） 载体为三氧化铝催化剂为氯化铜，含铜 % 移动床，联苯循环，废热锅炉，副产 SOLVAY法 ＞ 97%（以氯化氢计），载体为三氧化铝催化剂为氯化铜平均粒度 40 流化床，浸没式热交换器带热 表 ：热裂解部分技术比较 方法 裂解条件 转化率 裂解炉 Goodrich法 470~500℃ 单程转化率 60%，催化剂过去曾用过氯，现在已不用 水平管双 面辐射炉， φ3″裂解管，材料AISI1447 Stauffer法 500℃ 收率 %，单程转化率 60% 不用催化剂 水平管双面辐射炉， φ4″裂解管， 东洋曹达法 450~650℃ ~ 单 程 转 化 率5060%，氯乙烯选择性为 99% 表 ：氧氯化法消耗指标对比 （每吨 VCM） 原料 单位 Stauffer法 东洋曹达法 三井东压法 Goodrich法 SOLVAY法 乙烯 kg 469 480 470 462 氯 kg 618 620 607 575 空气 m3 138 1500 137 （以氧计） Nm3 空气 （以氧计） 电 kWh 180 130 110 110 蒸汽 kg 1500 960 1456 冷却水 t 230 10 100 燃料 MJ 3347 4602 4812 2900 从以上对比分析可以看出，各种氧氯化法工艺虽各有特点，但差别不大，都可作为本项目的技术来源。 美国 ，是被广泛采用的生产技术。 作为合资方之一的 LG化学的技术最早即来 源于美国 ，经过多年的生产，在技术上也有所改进。 SOLVAY法生产技术也是当今世界上比较好的生产技术。 原材料和公用工程消耗定额明显的低于其他方法，全自动化生产、 “三废 ”排放量少，并且都有相应的处理方法，对环境影响小。 本报告初步推荐 SOLVAY法作为拟建的 VCM装置的技术来源。 最终的选择将通过技术交流和合同谈判，根据性能、价格等综合因素进行比较来确定。 工艺流程简述 （ 1） 氧氯化单元 原料氯化氢、乙烯和氧气三种气体，按照摩尔比 2∶ ∶。 反应后的不凝气（称为循环气，除含有未反应的 乙烯、氧气外，还有大量氮气），经过循环气体压缩机加压后与新鲜乙烯混合，再经过加热器加热到 134℃左右与氯化氢混合，在氧气混合器中与氧气混合进入反应器底部。 在反应器中，反应进料气在催化剂的作用下生成二氯乙烷，并放出生成热。 自反应器顶部流出的流出物依次经过 EDC急冷塔和 EDC洗涤塔， EDC洗涤塔顶部的气体经过冷却水和氟里昂二级冷凝，把大部分二氯乙烷和水冷凝下来，与塔釜液一起送至二氯乙烷精制单元。 不凝气体用循环压缩机压缩后循环到反应系统。 （ 2） 二氯乙烷精制单元 自氧氯化单元来的粗二氯乙烷经过脱水塔，利用水和二 氯乙烷形成共沸物，将水带出。 共沸物从塔顶蒸出经过二级冷凝，冷凝液进入脱水塔倾析器，在此水和二氯乙烷得以分离。 水以及不凝气体被送到废物处理单元。 分离得到的二氯乙烷收集在脱水塔回流槽，全回流。 塔底物料是脱去水的二氯乙烷，被送到低沸塔，目的是脱除二氯乙烷中的氯乙烷、氯丁二烯等轻组分（即低沸物）。 塔顶蒸汽经冷凝，冷凝液全部回流，不凝气再经冷凝，气相送至废物处理单元，冷凝液送往氯化氢回收单元。 塔底物料是脱除了低沸物的二氯乙烷，被送到高沸塔，目的是把二氯乙烷中的高沸点物质除去。 高沸塔塔顶的二氯乙烷气体经过冷凝，部分回流 ，其余部分为精二氯乙烷被送至二氯乙烷裂解单元。 高沸塔塔底物料是含有重组分的二氯乙烷，被送往二氯乙烷回收塔，该塔采用真空操作，作用是从含重组分的二氯乙烷中回收二氯乙烷。 塔顶物料为回收的二氯乙烷，经冷凝冷却进入回流槽，一部分进入塔顶作为回流液，其余部分送入脱水塔重新精制。 塔底物料基本上为重组分和部分二氯乙烷，作为废液送至氯化氢回收单元焚烧处理。 （ 3） 二氯乙烷裂解单元 自二氯乙烷精制单元来的精二氯乙烷，经过精二氯乙烷输送泵加压，送至裂解炉进行裂解，自裂解炉出来的热物料进入 VCM急冷塔，终止裂解反应和其他副反应， 并使裂解物料初步分离，分离物分别送至氯乙烯精制单元中氯化氢塔的不同塔层。 急冷塔是装有许多喷嘴的喷淋塔。 喷淋液是被冷却下来的急冷塔循环液。 塔底液大部分回流至急冷塔，其余液相物料送往氯乙烯精制单元的氯化氢塔。 塔顶物料经过二级冷凝后，气相和液相分别进入氯乙烯精制单元的氯化氢塔。 （ 4） 氯乙烯精制单元 自二氯乙烷裂解单元来的三股物料进入氯化氢塔，该塔的作用是把最轻的组份氯化氢从混合组分中分离出来。 从塔顶部提纯的氯化氢送至氧氯化单元作为原料，塔釜液主要成份为氯乙烯和二氯乙烷，送至氯乙烯塔，塔顶氯乙烯汽经过冷凝，其中 一部分回流到塔顶，大部分物料进入氯化氢汽提塔，进一步汽提氯乙烯中的氯化氢。 氯乙烯塔塔底物料返回至二氯乙烷精制单元重新精制。 经过氯化氢汽提塔的汽提作用，塔顶物料中含有较多的氯化氢，与氯乙烯塔回流槽的不凝气汇合后，在冷凝器中冷凝，冷凝液进入混合槽与循环碱液混合以便除去其中的氯化氢。 经过 VCM倾析器，与汽提塔塔釜液一起经过干燥器得到精VCM，送至储罐供下游聚合使用。 （ 5） 废物处理单元 来自装置废气及废碱液进入废物洗涤塔，用碱液进行洗涤。 塔顶废气送往氯化氢回收单元焚烧回收氯化氢，碱性废水送入废物混合罐，与装置各 单元排出的酸性废水中和后进入废水池。 废水池中分离出的二氯乙烷饱和的废水用泵送到二氯乙烷汽提塔回收二氯乙烷。 经过汽提后的塔顶气流被冷凝，二氯乙烷和水的凝液在倾析器中得到分离。 塔底液体不含二氯乙烷，送往氯化氢回收单元废水池中和后排放。 （ 6） 氯化氢回收单元 装置各单元排放的含有氯烃的废气和废液进入焚烧炉，在1400℃的高温下焚烧后，基本上生成二氧化碳、水和氯化氢。 高温燃烧气进入氯化氢急冷槽，与槽中的盐酸溶液直接接触，被冷却到 100℃以下。 自急冷槽出来的气体进入氯化氢回收塔的吸收段，燃烧气体中含有的氯化氢被蒸汽 冷凝液吸收，生成 20%的盐酸溶液。 回收的盐酸经冷却后，经过活性炭吸附器和离子交换器得到 20%的盐酸。 残留的氯化氢和游离氯，随着废气进入氯化氢吸收塔的洗涤段，用废碱液洗涤，经洗涤后的气体排至大气。 洗涤液作为废碱液排出。 碱性废水经自产 20%盐酸进行中和后，排至界外，再经生化处理后排放厂外。 工艺技术方案 (1) 气化系统 本项目采用国内自主研发的四喷嘴水煤浆气化激冷流程工艺技术，选择 水煤浆气化。 该技术先进、可靠、环境友好，可保证装置一次开车成功，年运转率可达 90%以上。 (2) 变换 气系统 本项目变换系统主要制备变换气，变换气经过酸性气体脱除后，然后通过 PSA 系统制备产品 H2 气体供氨合成和苯胺作为原料气。 本项目采用三段变换炉，产生的变换气中 CO 含量约为~%。 (3) 未变换气系统 部分粗水煤气通过热量回收后产生的未变换气，未变换气然后通过酸性气体脱除后，送至 CO 气体制备装置，制取 CO 气体。 (4) 酸性气体脱除系统 H2 产品气体、 CO 产品气体、合成氨、甲醇等都需要脱除变换气和未变换气中的 CO H2S 气体。 本项目 H2 气体、 CO 气体要求总硫小于 ppm，气体处理量大，因此采用低温甲 醇洗装置脱除酸性气体。 低温甲醇洗设置二套吸收系统，分别制备 H2 气体（含合成氨所需 H2 气体）、 CO 气体和甲醇合成原料气，共用一套再生系统。 (5) CO 气体制备 经过低温甲醇洗脱除酸性气体的未变换气，主要组成为 H2 和CO，其高纯度 CO 气体制备采用深冷分离法。 深冷法（部分冷凝）能耗低，较经济，能满足对产品 CO 纯度要求；另外深冷法操作稳定。 由于气体净化采用低温甲醇洗，因而采用深冷分离 CO，系统冷量利用合理，是最佳的流程搭配；因此本项目采用 CO 深冷分离法制备 CO 气体。 CO 深冷分离产生的富 H2 气体，可作为主要的氢源送往 甲醇合成系统合成甲醇。 (6) H2 气体制备 变换气经过低温甲醇洗脱除后，主要组成为 H2 气体，其余组成为 CO、 CO CH N2 等，因此通过 PSA 系统，将 CO、 COCH N2 等组分进行吸附分离，以满足产品 H2 气体规格。 (7) 硫回收 根据全厂产品需要及环境保护要求，本项目拟采用荷兰最先进的超优克劳斯技术回收固体硫磺，脱硫效率可达到 %。 工艺技术来源 (1) 气化系统 采用华东理工大学等单位开发的先进的四喷嘴水煤浆气化工艺技术。 (2) 变换气及未变换气系统 采用华陆工程科技有限责任公司技术。 (3) 低温甲醇洗 引进国外工艺技术 ，引进范围为专利使用许可和工艺设计包。 (4) CO 深冷分离 引进国外工艺技术，引进范围为专利使用许可和工艺设计包及主要设备，包括冷箱。 (5) H2 气体制备 采用国内先进的 PSA 技术。 (6) 硫回收 引进国外荷丰公司工艺专利使用许可，工艺软件包、关键设备等。 工艺流程简述 (1) 气化 系统 由输送带输送来的原料煤（ 25mm）送至工艺煤仓，经称重皮带给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤。 为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入煤浆添加剂。 出棒磨机的水煤浆浓度约 62%，排入磨煤机出口槽，经低压煤浆泵加压 后送至气化工段煤浆槽。 水煤浆经高压煤浆泵加压送至气化炉，与高压氧气进行部分氧化反应制得粗合成气。 气化炉中水煤浆与氧发生如下主要反应： CmHnSr+m/2 O2— → mCO+（ n/2r） H2+rH2S CO+H2O— → H2+CO2 反应在 （ G）、～ 1350℃下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成 CO、 H COH2O 和少量 CH H2S、 COS 及微量的 NH3， HCOOH 等气化气。 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘 里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至后续变换及热回收工段。 气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入渣斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。 气化炉及碳洗塔排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。 灰水处理将将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 从气化炉和碳洗塔排出的高温黑水经高压、低压、真空三级闪蒸被浓缩后进入沉淀池，水中加入絮凝剂使其加速沉淀。 沉淀池底部的细渣浆经泵抽出送往过滤机给料槽，经由过滤机给料泵加压后送至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。