一种双氧水浓缩提纯装置及其在双氧水浓缩提纯中的应用的制作方法

本发明属于化工技术领域，涉及一种双氧水浓缩提纯装置及其在工业生产中的应用，特别是在双氧水浓缩提纯中的应用。

背景技术

过氧化氢是一种重要的无机化工原料，它广泛应用于造纸、纺织、化学品合成、军工、电子、食品加工、医药、化妆品、环境保护、冶金等诸多领域。过氧化氢分解后产生水和氧气，对环境无二次污染，是一种绿色化学品。目前国内外普遍采用蒽醌法进行过氧化氢的生产。蒽醌法生产过氧化氢是以蒽醌衍生物作为工作载体，在催化剂的作用下，用氢气将溶解在有机溶剂中的蒽醌衍生物氢化，生成相应的氢蒽醌。然后，氢蒽醌氧化生成过氧化氢和蒽醌衍生物。最后，用水萃取有机溶剂中的过氧化氢得到一定浓度的过氧化氢水溶液作为产品，含有蒽醌衍生物和有机溶剂的工作液则被循环使用。其中，蒽醌氢化过程的效率直接决定过氧化氢的产量和浓度，对整个过氧化氢的生产具有决定意义。

随着双氧水应用领域的扩大，很多应用领域如己内酰胺和环氧丙烷的生产，对双氧水的要求越来越高，一是需要高浓度，二是高纯度。这就需要对双氧水进行浓缩与提纯，现有技术是将萃取后的粗双氧水经过净化塔后，再经过吸附塔继续脱除有机化合，降低toc（总碳）含量。由于采用吸附塔，在运行一段时间，吸附量达到饱和，就需要对吸附塔进行再生，在再生过程需要使用甲醇、碱等，产生大量废液、废水。同时吸附剂运行一定时候需要更换，产生了危险固体废弃物；更重要的是，由于在吸附塔处理时，存在安全隐患。

为了提高克服上述缺陷，发明了一种不需通过吸附塔的双氧水浓缩提纯装置。

技术实现要素：

为了克服现有技术存在的不足，本发明提供一种双氧水浓缩提纯装置，该装置取消了现有技术中吸附塔，降低了双氧水工作液的消耗。同时也降低了废液、废水、危险固体废弃物排放量，更重要是提高了装置的安全性。

本发明的技术方案：

一种双氧水浓缩提纯装置，主要由净化塔、降膜蒸发器、精馏塔组成，粗稀双氧水管线与净化塔上部相连，芳烃管线与净化塔下部连接；净化塔底双氧水出口与降膜蒸发器双氧水进口相连，降膜蒸发器下部双氧水出口与精馏塔下部相连，降膜蒸发器底部双氧水出口与净化塔上部相连，精馏塔顶气相出口与冷凝器相连，冷凝器气相出口与真空泵连接，精馏塔底双氧水出口与冷却器相连。

所述的双氧水浓缩提纯装置，其中净化塔底部双氧水出口先与聚结器相连，经过聚结器，再与预热器进口相连，预热器出口与降膜蒸发器双氧水进口相连。

所述的双氧水浓缩提纯装置，降膜蒸发器底部双氧水出口通过离心泵与循环冷却器连接，循环冷却器出口与净化塔粗稀双氧水进口管线一起接净化塔上部。

所述的双氧水浓缩提纯装置，降膜蒸发器出口离心泵还与降膜蒸发器进料管线相连。

所述的双氧水浓缩提纯装置，精馏塔蒸汽出口管线与蒸汽喷射泵相连，经过蒸发喷射泵用作降膜蒸发器热源，在降膜蒸发器加热稀双氧水使之浓缩。

所述的双氧水浓缩提纯装置，降膜蒸发器还可以直接使用蒸汽作为热源。

所述的双氧水浓缩提纯装置，精馏塔内不凝气经塔内冷却器冷却后，气相出口管线与精馏塔顶冷凝器进口相连，精馏塔顶冷凝器出口与真空泵相连，不凝气通过真空泵排出。

所述的双氧水浓缩提纯装置，净化塔项芳烃管线与蒸馏装置相连。

双氧水浓缩提纯装置在生产高浓度、高纯度双氧水中的应用：

将萃取工序来的重量浓度为25-45%粗稀双氧水，从净化塔上部通入净化塔，芳烃从净化塔下部通入；经过芳烃萃取后的双氧水从净化塔底部出口进入聚结器，在聚结器中分离出芳烃后，进入预热器进行升温，升温后双氧水进入降膜蒸发器继续加热，降膜蒸发器底部是浓度约为50-70%双氧水，中下部双氧水浓度为18-30%，下部部分双氧水进入精馏塔；降膜蒸发器底部50-70%双氧水，经过循环泵部分双氧水进入循环冷却器冷却后，再从净化塔上部进入净化塔，其余双氧水返回降膜蒸发器进口；从降膜蒸发器来的双氧水在精馏塔中进行精馏，对双氧水进行浓缩，得到重量浓度为50-70%高纯级双氧水，其中总碳（toc）量为10-50ppm(重量)。

所述净化塔的理论塔板数为3-15块，芳烃与粗双氧水的重量比为0.01-0.10。净化塔温度15-45℃，操作压力常压。

所述降膜蒸发器温度55-60℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）；降膜蒸发器底部返回到净化塔双氧水与精馏塔采出的高纯级双氧水重量比为1：1-5。

所述精馏塔顶操作温度38-45℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

精馏塔蒸发的蒸汽通过蒸发喷射泵加压后作为降膜蒸发器热源，蒸发喷射泵使用中压蒸汽。

精馏塔不凝气经塔内冷却器冷却后，进入塔顶冷凝器冷凝后，再进入真空泵排放。

净化塔萃取后芳烃可以经过蒸馏装置处理，脱除toc后循环使用；或用于配置工作液。

发明的双氧水浓缩提纯装置，相比现有技术，减少了吸附塔，提高了装置安全性能。由于吸附过程的存在，需要进行吸附剂的再生，在再生过程需要使用甲醇、碱等，产生大量废液、废水。同时吸附剂到一定时候需要更换，产生了危险固体废弃物；更重要的是，由于在吸附塔处理时，存在安全隐患。

在本发明中由于没有使用吸附过程，而是将通过浓缩后的部分双氧水返回到净化塔中，利用芳烃萃取的技术脱除双氧水中总碳，因在吸附过程中脱除的总碳含有50%以上工作液中有效组分乙基蒽醌与四氢乙基蒽醌，这些有效组分在本发明中通过芳烃萃取回到了工作液，可降低双氧水生产中乙基蒽醌的消耗。

在本发明双氧水总碳杂质可以在工作液再生时得到脱除，这样既减少了投资，同时也提高了产品纯度，不生产技术级双氧水，提高了高纯度高纯级双氧水的产量。

附图说明

图1本发明双氧水浓缩提纯装置

图中：1-净化塔，2-降膜蒸发器，3-精馏塔，4-聚结器，5-预热器，6-蒸发喷射泵，7-离心泵，8-高纯级双氧水冷却器，10-精馏塔顶冷凝器，11-真空泵，13-循环冷却器

图2-现有双氧水浓缩提纯装置

图中：1-净化塔，2-降膜蒸发器，3-精馏塔，4-聚结器，5-预热器，6-蒸汽喷射泵，7-离心泵，8-高纯级双氧水冷却器，9-技术级双氧水冷却器，10-精馏塔顶冷凝器，11-真空泵，12-吸附塔

sm-中压蒸汽scm-蒸汽凝水rws-循环供水rwr-循环回水。

具体实施方式

下面结合附图进一步说明本发明：

实施例1

附图1所示的双氧水浓缩提纯装置，主要由净化塔1、聚结器4、预热器5、降膜蒸发器2、精馏塔3、蒸汽喷射泵6、离心泵7、循环冷却器13、精馏塔顶冷凝器10、真空泵11和高纯级双氧水冷却器8组成。

由萃取工序送来的浓度为25-45%粗双氧水，toc为200-800ppm，在塔的上部进入净化塔，芳烃从塔的下部进入净化塔，净化塔的理论塔板数为13块，芳烃与粗双氧水的重量比为0.01-0.10。净化塔温度15-45℃，操作压力常压。

经过净化塔后，从净化塔下部出来的双氧水toc为100-350ppm，进入聚结器分离出有机物后，送往预热器预热到33-38℃，随后送到降膜蒸发器进行加热，加热温度75-80℃，使用中压蒸汽驱动蒸发喷射泵蒸汽作为热源；将降膜蒸发器下部浓度为18-30%，toc为80-100ppm双氧水，送精馏塔精馏；从降膜蒸发器底部采出浓度约50-60%、toc为20-50ppm双氧水，经过循环冷却器冷却后返回到粗双氧水进料管与粗双氧水混合后，进入净化塔，降膜蒸发器温度55-60℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。从降膜蒸发器底部返回到净化塔双氧水与精馏塔采出的高纯级双氧水重量比为1：1-5。

在精馏塔中进行精馏浓缩，浓缩产生的蒸汽通过蒸发喷射泵加压后作为降膜蒸发器加热的热源，经过精馏浓缩后，得到浓度50-60%、toc含量为20-30ppm高纯级双氧水，在冷却器中冷却后，送用户使用。精馏塔顶操作温度38-45℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

实施结果显示，与现有技术相比可减少废液0.71kg/吨，废吸附剂0.04kg/吨，还可降低乙基蒽醌消耗5-15%。同时增加高纯级双氧水产量，不副产技术级双氧水。

实施例2

由萃取工序送来的浓度为25%粗双氧水，toc为200-800ppm，在塔的上部进入净化塔，芳烃从塔的下部进入净化塔，净化塔的理论塔板数为15块，芳烃与粗双氧水的重量比为0.03-0.05。净化塔温度20-40℃，操作压力常压。

经过净化塔后，从净化塔下部出来的双氧水toc为100-350ppm，进入聚结器分离出有机物后，送往预热器预热到33-38℃，随后送到降膜蒸发器进行加热，加热温度75-80℃，使用中压蒸汽驱动蒸发喷射泵蒸汽作为热源；将降膜蒸发器下部浓度为18-30%，toc为80-100ppm双氧水，送精馏塔精馏；从降膜蒸发器底部采出浓度约50-60%、toc为20-50ppm双氧水，经过循环冷却器冷却后返回到粗双氧水进料管与粗双氧水混合后，进入净化塔，降膜蒸发器温度55-60℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。从降膜蒸发器底部返回到净化塔双氧水与精馏塔采出的高纯级双氧水重量比为1：1-5。

在精馏塔中进行精馏浓缩，浓缩产生的蒸汽通过蒸发喷射泵加压后作为降膜蒸发器加热的热源，经过精馏浓缩后，得到浓度50-70%、toc含量为10-20ppm高纯级双氧水，在冷却器中冷却后，送用户使用。精馏塔顶操作温度40-45℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

实施结果显示，与现有技术相比可减少废液0.71kg/吨，废吸附剂0.04kg/吨，还可降低乙基蒽醌消耗5-15%。同时增加高纯级双氧水产量，不副产技术级双氧水。

实施例3

由萃取工序送来的浓度为45%粗双氧水，toc为200-800ppm，在塔的上部进入净化塔，芳烃从塔的下部进入净化塔，净化塔的理论塔板数为8块，芳烃与粗双氧水的重量比为0.03-0.05。净化塔温度15-40℃，操作压力常压。

经过净化塔后，从净化塔下部出来的双氧水toc为100-350ppm，进入聚结器分离出有机物后，送往预热器预热到33-38℃，随后送到降膜蒸发器进行加热，加热温度75-80℃，使用中压蒸汽驱动蒸发喷射泵蒸汽作为热源；将降膜蒸发器下部浓度为18-30%，toc为80-100ppm双氧水，送精馏塔精馏；从降膜蒸发器底部采出浓度约50-60%、toc为20-50ppm双氧水，经过循环冷却器冷却后返回到粗双氧水进料管与粗双氧水混合后，进入净化塔，降膜蒸发器温度55-60℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。从降膜蒸发器底部返回到净化塔双氧水与精馏塔采出的高纯级双氧水重量比为1：1-5。

在精馏塔中进行精馏浓缩，浓缩产生的蒸汽通过蒸发喷射泵加压后作为降膜蒸发器加热的热源，经过精馏浓缩后，得到浓度50-70%、toc含量为30-50ppm高纯级双氧水，在冷却器中冷却后，送用户使用。精馏塔顶操作温度40-45℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

实施结果显示，与现有技术相比可减少废液0.71kg/吨，废吸附剂0.04kg/吨，还可降低乙基蒽醌消耗5-15%。同时增加高纯级双氧水产量，不副产技术级双氧水。

对比例

如附图2所示现有双氧水浓缩提纯装置，主要由净化塔1、聚结器4、吸附塔12、预热器5、降膜蒸发器2、离心泵7、精馏塔3、蒸汽喷射泵6、高纯级双氧水冷却器8、技术级双氧水冷却器9、精馏塔顶冷凝器10和真空泵11组成。

由萃取工序送来的浓度为25-45%粗双氧水，toc为200-800ppm，在塔的上部进入净化塔，芳烃从塔的下部进入净化塔，净化塔的理论塔板数为13块，芳烃与粗双氧水的重量比为0.03-0.05。净化塔温度20-40℃，操作压力常压。

经过净化塔后，从净化塔下部出来的双氧水toc为100-350ppm，进入聚结器分离出有机物后，送到吸附塔进行吸附脱碳，toc含量小于60ppm。

经过吸附塔脱碳后稀双氧水送往预热器预热到33-38℃，随后送到降膜蒸发器进行加热，加热温度75-80℃，使用中压蒸汽驱动蒸发喷射泵蒸汽作为热源；将降膜蒸发器下部气相浓度为18-30%，toc为80-100ppm双氧水，进入精馏塔精馏；从降膜蒸发器底部采出浓度约60%、toc为20-50ppm技术级双氧水，在冷却器冷却后作为产品；下部采出的双氧水与底部采出的双氧水比为3:1。降膜蒸发器温度55-60℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

在精馏塔中进行精馏浓缩，浓缩产生的蒸汽通过蒸发喷射泵加压后作为降膜蒸发器加热的热源，经过精馏浓缩后，得到浓度50-60%、toc含量为10-50ppm高纯级双氧水，在冷却器中冷却后，送用户使用。精馏塔顶操作温度40-45℃，操作压力-0.092~-0.095mpa（表压）。

由于使用吸附脱碳技术，吸附塔运行800小时后，需要使用甲醇、碱进行再生，再生产生有机废液，同时吸附剂再次一定次数后，需更换。生产一吨双氧水（折27.5%）会产生再生废液0.71kg（折连续），废吸附剂0.04kg（折连续）。