CN117842935A

CN117842935A - 制备过氧化氢的系统和方法

Info

Publication number: CN117842935A
Application number: CN202211210358.8A
Authority: CN
Inventors: 高国华; 田雅楠; 杨克勇
Original assignee: Sinopec Petrochemical Research Institute Co ltd; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Petrochemical Research Institute Co ltd; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2022-09-30
Filing date: 2022-09-30
Publication date: 2024-04-09

Abstract

本发明涉及过氧化氢技术领域，公开了制备过氧化氢的系统和方法。该系统包括依次连接的氢化单元、氧化单元和萃取单元；其中：氢化单元包括固定床反应器，其包括：反应器筒体，由下到上依次设置在反应器筒体上的液相进口、N个气相进口、液相出口和气相出口，以及由下到上依次设置在反应器筒体内的N段催化剂床层和气液分离部件；N为自然数且N≥2；每段催化剂床层的下方设置有气体分布器，气体分布器与气相进口连接；气液分离部件分为两相区、液相区和气相区；液相区设置有液相出口；气相区设置有气相出口。采用该系统制备过氧化氢，可显著提高氢化效率和加氢选择性，安全性好，有效提高氢化反应选择性、装置效率，并延长催化剂的使用寿命。

Description

制备过氧化氢的系统和方法

技术领域

本发明涉及过氧化氢技术领域，具体涉及制备过氧化氢的系统和方法。

背景技术

过氧化氢又称双氧水，是一种绿色化工产品，其生产和使用过程几乎没有污染，故被称为“清洁”的化工产品，作为氧化剂、漂白剂、消毒剂、脱氧剂、聚合物引发剂和交联剂，广泛应用于化工、造纸、环境保护、电子、食品、医药、纺织、矿业、农业废料加工等行业。

蒽醌法是工业过氧化氢生产的主流方法，全球工业过氧化氢以产量计99％以上是由蒽醌法生产的。蒽醌法包括氢化、氧化、萃取及循环工作液后处理等步骤。蒽醌加氢的效率直接影响整个生产装置的效率和产品浓度。通常采用“氢效”来表征蒽醌加氢效率，即每升加氢反应液(称为“氢化液”)中过氧化氢的克数。国内的过氧化氢生产技术采用滴流床加氢工艺，一般氢效只有6～7g/L，装置生产效率低。究其原因主要由于在滴流床反应器内氢气作为连续相，反应液(称为“工作液”)作为分散相，使得床层内容易产生偏流或沟流，从而使床层内存在局部过度加氢和局部热点，而且床层存在较高的温升，导致不足主要有：

(1)催化剂容易失活，必须定期再生或更换，不仅消耗蒸汽，还造成工作液及催化剂贵金属流失。目前国内固定床氢化工艺中，催化剂需要3-6个月用蒸汽再生一次。

(2)为了防止过度加氢，通常将蒽醌转化率控制在比较低的水平(30-40％)，氢效受限，装置效率低。相比高氢效的相同规模装置，循环工作液量则更大，机泵的电耗更大。

(3)工作液容易降解，工业上采用大量活性氧化铝对循环工作液进行连续再生，活性氧化铝需要频繁更换，产生大量固体危废，造成工作液损失。例如，生产1吨双氧水产品要消耗5kg活性氧化铝，会造成3kg工作液损失。

(4)装置安全性差，需要采用碳酸钾干燥塔，脱除循环工作液中的饱和水分，强化工作液再生。由于过氧化氢遇碱分解，具有严重的安全隐患。过氧化氢装置每年都有安全事故发生，80％安全事故是由于系统串碱至氧化、萃取单元导致。

CN104843648A公开了一种蒽醌法制取过氧化氢的固定床加氢反应系统，氢化塔顶部设有喷头作为工作液进口，氢气也从反应器顶部经分布器进入。为了提高反应器内气液分布均匀性和降低反应器床层温升，专利所提供的加氢反应系统在催化剂层之间设置换热器层和气液分布器。专利所提供的反应器结构复杂，增加了反应器高度，内取热器有泄漏导致催化剂失活的风险。

CN1108984C公开了一种工作液再生的方法，至少一部分未还原的工作溶液与主要含有γ-氧化铝的催化剂在40-150℃下接触，以实现对工作液中副产物的再生。将工作液再生放在“未还原”也就是加氢之前，工作液在40-150℃下与γ-氧化铝催化剂接触，除了对加氢副产物有再生作用，又会导致二次副反应发生，所产生的副产物进入蒽醌加氢反应器很有可能会影响加氢催化剂活性。

CN204237558U公开了一种蒽醌法过氧化氢生产工艺的后处理装置，处理装置包括碱塔和真空干燥器。CN1334235A公开了一种蒽醌法生产过氧化氢的后处理技术，采用定量注碱以中和返回氢化的工作液酸性，保证氢化所需的碱度，同时分解工作液中部分过氧化氢；然后经过真空干燥脱除水分。

上述两种后处理技术均需要向系统内引入碱液，安全性差，存在严重的安全隐患。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有的过氧化氢制备工艺中，由于反应器床层内局部过度加氢和局部热点引起的装置效率低且安全性差、氢化效率低且氢化反应选择性差以及催化剂容易失活的问题。

为了实现上述目的，本发明第一方面提供一种制备过氧化氢的系统，该系统包括依次连接的氢化单元、氧化单元和萃取单元；其中：

所述氢化单元用于将含氢气体和工作液依次进行氢化反应和气液分离，得到氢化液和含氢尾气，其中，所述氢化液分为A液和B液；所述氢化单元包括氢化反应器，所述氢化反应器为固定床反应器；所述氢化反应器包括：反应器筒体，由下到上依次设置在所述反应器筒体上的液相进口、N个气相进口、液相出口和气相出口，以及由下到上依次设置在所述反应器筒体内的N段催化剂床层和气液分离部件；其中，N为自然数且N≥2；

其中，每段所述催化剂床层的下方设置有气体分布器，所述气体分布器与所述气相进口连接；

其中，所述气液分离部件分为两相区、液相区和气相区；其中，所述液相区设置有所述液相出口；所述气相区设置有所述气相出口；

所述氢化单元还包括再生反应器，所述再生反应器连通于所述氢化反应器的液相出口与所述氧化单元的入口，用于将所述A液进行再生反应，得到再生氢化液；

所述氧化单元用于将所述B液、再生氢化液和含氧气体进行氧化反应，得到氧化液；

所述萃取单元用于将所述氧化液进行萃取，得到过氧化氢溶液和萃余液，并将所述萃余液返回所述氢化单元。

本发明第二方面提供一种制备过氧化氢的方法，该方法在第一方面所述的系统中进行；其中，该方法包括以下步骤：

(1)在加氢催化剂存在下，经N个气相进口进入反应器筒体内的含氢气体，再经N个气体分布器被分散成含氢气体气泡，与经液相进口进入反应器筒体内的工作液进行接触后，在N段催化剂床层中各自独立地进行氢化反应，得到的反应产物向上流动进入气液分离部件进行气液分离，得到氢化液和含氢尾气，所述氢化液经液相出口流出；其中，所述催化剂床层中装填有所述加氢催化剂；

(2)将所述氢化液分为A液和B液；在再生催化剂存在下，将所述A液进行再生反应，得到再生氢化液；

(3)将所述B液、再生氢化液和含氧气体进行氧化反应，得到氧化液；

(4)将所述氧化液进行萃取，得到过氧化氢溶液和萃余液，并将所述萃余液返回加入所述工作液；

其中，所述A液与B液的质量流量比为10-25:75-90。

通过上述技术方案，本发明提供的系统和方法具有以下特点及优势：

(1)本发明提供的系统中，氢化单元采用的氢化反应器为特定的固定床反应器，其为气液并流上行式反应器，N段(N为自然数且N≥2)催化剂床层装填的催化剂浸泡在液相内，每段催化剂床层下设置的气体分布器可以将气相分散成微小的气泡，使气液两相可以在催化剂床层内均匀接触，强化气液传质，并提高催化剂床层利用率，基本消除床层内的沟流偏流，以及由此导致的局部过度加氢和局部热点；

(2)本发明采用的氢化反应器内设置N段催化剂床层，每段催化剂床层的下方设有气体分布器，气相根据所设催化剂床层的段数分多股进入反应器筒体内，可以防止已经形成的微小气泡在催化剂内聚并降低气液传质效果；尤其是，由下到上，第2段…第N段，每段催化剂床层的下方设置有循环液相进口，用于取走反应热，降低床层温升；

(3)本发明采用的氢化反应器集反应、气液传质、气液分离、取热等多个功能于一体，且结构简单紧凑，容易操作，占地面积小，降低物耗、能耗和生产成本，提高装置本质安全性；

(4)本发明采用的氢化反应器在传质、传热等方面具有更优异的效果，可用于加氢反应，尤其是用于蒽醌法制备过氧化氢的氢化反应。本发明提供的系统可以提高氢化反应选择性、氢效和装置效率，尤其是氢效可以提高至8-10g/L，降低循环工作液量，降低能耗；延长加氢催化剂寿命，降低催化剂再生造成的消耗；可以减少再生工作液的量，降低工作液再生造成的消耗和产生的固体废物的产生量；可以取消碱塔工作液再生，提高装置本质安全性；

(5)本发明提供的方法先进行氢化反应，再将A液进行再生，可避免再生催化剂粉尘进入反应器附着在加氢催化剂表面导致的催化剂失活，另外还可防止二次副产物降低加氢催化剂活性，延长加氢催化剂寿命，减少失活催化剂再生造成的成本损失；

(6)本发明将10-25％质量流量的氢化液(A液)经过再生反应器即可保证工作液的再生效果，在保障装置高氢效运转的同时，还减少70-80％质量流量的工作液再生所用再生催化剂的量，大大减少废固的产生，大幅提高装置经济性和环保性；

(7)本发明提供的方法能够完全取消碱塔，采用真空干燥，提供装置全酸性环境，在保证固定床加氢反应稳定的同时，消除了系统串碱造成的严重安全隐患，大大提高了过氧化氢生产装置的本质安全性；尤其是对至少部分萃余液进行真空干燥得到的脱除液、水和/或有机物进行有效利用，既有效又环保。

附图说明

图1是本发明一种具体实施方式的制备过氧化氢的系统示意图；

图2是本发明一种具体实施方式的系统中的氢化反应器的结构示意图。

附图标记说明

I、氢化反应器 II、压缩机 III、第一冷却器 IV、气体流量控制器

V、液体流量控制器 VI、压力控制器 VII、液位控制器

VIII、氧化反应器 IX、萃取塔 X、气体流量调节阀 XI、液体流量调节阀

XII、压力调节阀 XIII、液位调节阀

1、反应器筒体 2、液相进口 3、气相进口 4、气相出口

5、液相出口 6、催化剂床层 7、气体分布器 8、分离部件筒体

9、隔板 10、溢流管 11、防冲挡板 12、循环液相进口

13、液体分布器 14、再生反应器 15、换热器 16、加热器

17、第二冷却器 18、精密过滤器 19、第三冷却器 20、真空干燥塔

01、含氢气体 02、工作液 03、氢化液 04、含氢尾气

05、增压含氢尾气 06、部分氢化液 07、冷却氢化液 08、氧化液

09、过氧化氢溶液 010、萃余液 011、再生氢化液 012、含氧气体

013、循环工作液 014、水和/或有机物 015、第一pH调节剂 016、含氧尾气

017、萃取剂

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，氢效即氢化效率，是指过氧化氢的量，用g/L来表示，即，如果在氧化反应器中氧化步骤的收率为100％，在氧化步骤完成时1L工作液所能提供的过氧化氢的量(g)。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，塔体的顶部是指塔体由上到下的0-10％的位置；塔体的上部是指塔体由上到下的10-40％的位置；塔体的中部是指塔体由上到下的40-60％的位置；塔体的下部是指塔体由上到下的60-90％的位置，塔体的底部是指塔体由上到下的90-100％的位置。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，“第一”、“第二”、“第N”既不表示先后次序，也不表示对各个物料或步骤起限定作用，仅是用于区分或表示这不是同一物料或步骤。例如，“第一接触”、“第二接触”、“第N接触”中的“第一”、“第二”、“第N”仅用于表示这不是同一接触。

在本发明中，除非另作定义，本发明所使用的技术术语或者科学术语应当为本发明所属领域内具有一般技能的人士所理解的通常意义。

本发明第一方面提供一种制备过氧化氢的系统，该系统包括依次连接的氢化单元、氧化单元和萃取单元；其中：

所述氢化单元用于将含氢气体和工作液依次进行氢化反应和气液分离，得到氢化液和含氢尾气，其中，所述氢化液分为A液和B液；

所述氢化单元包括氢化反应器，所述氢化反应器为固定床反应器；所述氢化反应器包括：反应器筒体，由下到上依次设置在所述反应器筒体上的液相进口、N个气相进口、液相出口和气相出口，以及由下到上依次设置在所述反应器筒体内的N段催化剂床层和气液分离部件；其中，N为自然数且N≥2；

现有的蒽醌法制备过氧化氢的系统中，常采用固定床反应器和/或浆态床反应器作为氢化反应器来进行所述氢化反应，其中，浆态床反应器具有气液固三相均匀接触和床层温度均一的优点成为蒽醌法制备过氧化氢的发展趋势，而固定床反应器由于气液分配不好导致催化剂作用发挥不充分、床层存在局部热点使得反应降解物多制约了其使用。本发明的发明人在研究过程中发现，通过本发明提供的系统，使用特定的固定床反应器作为氢化反应器，该氢化反应器包括：反应器筒体，由下到上依次设置在所述反应器筒体上的液相进口、N个气相进口、液相出口和气相出口，以及由下到上依次设置在所述反应器筒体内的N段催化剂床层和气液分离部件；其中，N为自然数且N≥2；

包括所述特定氢化反应器的氢化单元，结合特定氧化单元和萃取单元，将含氢气体和工作液依次进行氢化反应和气液分离，得到氢化液和含氢尾气，其中，所述氢化液分为A液和B液，将所述A液进行再生反应，再将得到的再生氢化液、所述B液和含氧气体进行氧化反应并将反应产物进行萃取，以制备过氧化氢，可以提高氢化反应选择性、氢效和装置效率，尤其是氢效可以提高至7-10g/L，降低循环工作液量，延长加氢催化剂寿命。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，所述氢化反应器中具体部件的数量，除了明确限定数量的部件外，其余部件的数量均为1个；例如，液相进口的数量为1个；同理，气液分离部件的数量也为1个。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，所述由下到上依次设置在所述反应器筒体上的液相进口、N个气相进口、液相出口和气相出口是指沿所述反应器筒体的高度，由下到上，所述反应器筒体上依次设置有液相进口、第1个气相进口、第2个气相进口、……第(N-1)个气相进口、第N个气相进口、液相出口和气相出口。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，所述由下到上依次设置在所述反应器筒体内的N段催化剂床层和气液分离部件是指所述反应器筒体内，由下到上，依次设置有第1段催化剂床层、第2段催化剂床层……第(N-1)段催化剂床层、第N段催化剂床层和气液分离部件。

根据本发明的一些实施方式，所述催化剂床层的段数不少于2段。优选地，所述催化剂床层的段数为2-8段，优选为3-5段，例如，3段、4段、5段。优选地，所述催化剂床层中装填有加氢催化剂。所述加氢催化剂的种类具有较宽的选择范围，可以为常规的固定床催化剂，本发明对此不作限定，例如，可以为球形或条形等颗粒状的负载型催化剂和/或非负载型催化剂，优选为负载型催化剂。进一步优选地，所述负载型催化剂包括载体和活性金属，所述活性金属选自第VIII族金属、第IB族金属和第IIB族金属中的至少一种，优选选自铂、铑、钯、钴、镍、钌、铜和铼中的至少一种；所述载体选自活性炭、碳化硅、氧化铝、氧化硅、二氧化硅、二氧化钛、二氧化锆、氧化镁、氧化锌、碳酸钙和硫酸钡中的至少一种，优选为氧化铝和/氧化硅。

在本发明的一些实施方式中，优选地，以所述加氢催化剂的总重量为基准，所述活性金属的含量为0.01-10wt％，优选为0.01-5wt％，更优选为0.1-2wt％。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述加氢催化剂的颗粒直径为0.1-10mm，优选1-10mm，更优选2-6mm。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述催化剂床层的高径比为1：0.5-5，例如，1:0.5、1:0.8、1:1、1:1.5、1:2、1:3，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为1：0.8-3，以避免气体出现偏流或气泡聚并影响反应效果和选择性。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述反应器筒体的高径比为3-30：1，例如，3:1、5:1、10:1、15:1、20:1、25:1、30:1，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为5-20：1。其中，所述反应器筒体的高径比为反应器筒体的高度和反应器筒体的内径之比。

根据本发明的一些实施方式，优选地，每段所述催化剂床层和反应器筒体的高度比为1：3-20，例如，1:3、1:4、1:5、1:8、1:10、1:12、1:15、1:20，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为1：4-15。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述气液分离部件和反应器筒体的高度比为1：3-30，例如，1:3、1:4、1:5、1:8、1:10、1:12、1:15、1:20、1:25、1:30，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为1：4-15。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，所述催化剂床层的段数、气体分布器的数量和气相进口的数量相同。即，N段催化剂床层对应有N个气体分布器和N个气相进口，其中，N为自然数且N≥2。

在本发明中，在每段催化剂床层中，所述气相进口连接所述气体分布器，且所述气体分布器设置在所述催化剂床层的下方，那么，所述气相进口也位于所述催化剂床层的下方。优选地，所述气相进口距离所述催化剂床层的下表面的最短距离d1为0.1-1.5m，例如，0.1、0.2、0.3、0.5、0.6、0.8、1、1.2、1.5，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为0.2-0.8m。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述气体分布器选自开孔管或微孔元件；进一步优选地，所述开孔管的孔径为0.5-12mm，例如，0.5、1、2、3、5、6、8、10、12，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为1-8mm；所述微孔元件的孔径为0.2-500μm，例如，0.2、0.5、1、10、20、30、50、60、80、100、120、150、180、200、300、400、500，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为0.5-200μm。通过将气相分散成微小的气泡，使气液两相在催化剂床层内均匀接触，强化气液传质，提高装置效率。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述微孔元件选自烧结膜管、烧结膜板、金属烧结网管和金属烧结网板中的至少一种。

在本发明中，为进一步强化气液传质，提高装置效率，优选地，每段所述催化剂床层的下方设置有液体分布器，且所述液体分布器设置在所述气体分布器的下方。对所述液体分布器的种类不作限定，所述液体分布器包括并不限于管式分布器。

在本发明一种优选实施方式中，所述液体分布器可以与气体分布器共用。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述气液分离部件包括分离部件筒体，以及设置在所述分离部件筒体内的隔板、溢流管和防冲挡板；进一步优选地，所述溢流管和防冲挡板形成的区域为所述两相区；所述隔板和分离器筒体的内壁形成的区域为所述液相区；所述防冲挡板和分离器筒体的内壁形成的区域为所述气相区。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述分离部件筒体和反应器筒体的内径之比为0.2-1.5：1，例如0.2:1、0.5:1、0.6:1、0.7:1、0.8:1、0.9:1、1:1、1.2:1、1.5:1，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为0.5-1：1。

在本发明中，未作特殊说明的情况下，当1:1＜所述分离部件筒体和反应器筒体的内径之比≤1.5:1时，即，相对于所述反应器筒体的直筒段，所述分离部件筒体为扩径段；当0.2:1≤所述分离部件筒体和反应器筒体的内径之比＜1:1时，即，相对于所述反应器筒体的直筒段，所述分离部件筒体为缩径段；当所述分离部件筒体和反应器筒体的内径之比为1:1，所述分离部件筒体和反应器筒体为等内径的直筒段。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述隔板和分离部件筒体的夹角α为45°-90°，所述隔板和溢流管的夹角β为90°-145°。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述溢流管和分离部件筒体的内径比为0.15-0.75：1，例如，0.15:1、0.2:1、0.3:1、0.4:1、0.5:1、0.6:1、0.75:1，以及任意两个数值组成的范围中的任意，优选为0.2-0.6：1。这样设置，通过调控两相区和液相区的范围，更有利于促进气液分离，得到加氢反应产物，即，氢化液。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述溢流管和分离部件筒体的高度比为0.2-0.95：1，例如，0.2:1、0.3:1、0.5:1、0.6:1、0.7:1、0.8:1、0.95:1，以及任意两个数值组成的范围中的任意，优选为0.5-0.8：1；这样设置，通过调控两相区和气相区的范围，更有利于促进气液分离，得到含氢尾气。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述溢流管的横截面为规则形状，优选选自四边形、梯形、弧形和圆形中的至少一种，优选为圆形。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述防冲挡板设置在所述溢流管的上方；进一步优选地，所述防冲挡板的下沿距离所述溢流管的上端的最短距离为0.3-1.2m，例如，0.3、0.5、0.6、0.8、1、1.2，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为0.3-0.8m。

在本发明中，对所述防冲挡板的结构不作限定，优选地，所述防冲挡板为圆锥结构；进一步优选地，所述防冲挡板为圆锥结构，优选夹角γ为110°-145°。这样设置，可以有效避免两相区气液两相喷溅，提高气液分离效果。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述液相进口设置在所述反应器筒体的底部，所述气相出口设置在所述反应器筒体的顶部。

在本发明的一些实施方式中，优选地，连接所述液相进口的管道上设置有液体流量控制器和液体流量调节阀。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述气相出口连接N个所述气相进口；进一步优选地，连接所述气相出口和气相进口的管道上设置有压缩机。

根据本发明的一些实施方式，优选地，每个所述气相进口的管道上设置有气体流量控制器；进一步优选地，连接所述气相进口和气体流量控制器的管道上设置有气体流量调节阀，且所述气体流量调节阀设置在所述气相进口和气体流量控制器之间。这样设置可以根据反应需要通过调控每个气相进口的气相流量，进而调控气液在催化剂床层内均匀接触，强化液化传质，并消除催化剂床层内的沟流偏流，以及由此导致的局部过度加氢和局部热点。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述氢化反应器还包括：连接所述液相出口的(N-1)个循环液相进口，且所述循环液相进口各自独立地设置在所述反应器筒体上。

根据本发明的一些实施方式，优选地，由下到上，第2段…第N段，每段所述催化剂床层的下方各自独立地设置有所述循环液相进口。

在本发明的一些实施方式中，优选地，由下到上，第(N-1)个所述循环液相进口设置在第N个所述气相进口的下方。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述循环液相进口距离所述催化剂床层的下方的最短距离d2为0.2-1.2m，例如，0.2、0.3、0.5、0.6、0.8、1、1.2，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为0.3-0.8m。

在本发明的一些实施方式中，优选地，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上设置有第一冷却器，用于取走反应热，降低催化剂床层的温升，提高反应选择性，进而提高反应转化率和装置效率。

在本发明的一些实施方式中，为调控循环液相的流量。优选地，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上还设置有液体流量控制器，且所述液体流量控制器设置在所述第一冷却器之前。

在本发明的一些实施方式中，优选地，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上还设置有液体流量调节阀，且所述液体流量调节阀设置在所述液体流量控制器和循环冷却器之间。

在本发明中，没有特殊说明的情况下，所述液体流量控制器设置在所述第一冷却器之前是指按照循环液相流动方向，在所述液相出口和循环液相进口的管道上依次设置有液体流量控制器、液体流量调节阀和第一冷却器。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述反应器筒体的顶部设置有压力控制器，更优选地，连接所述气相出口、气相入口和压力控制器的管道上设置有压力调节阀。所述压力调节阀调控连接所述气相出口、气相进口和压力控制器。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述液相区设置有液位控制器，优选连接所述液相出口的管道上设有液位调节阀。所述液位调节阀连接所述液位控制器和液相出口。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述氢化单元还包括换热器，该换热器连通于所述氢化反应器的液相出口、所述再生反应器的入口和所述再生反应器的再生氢化液出口，用于将所述A液和所述再生氢化液进行换热。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述氢化单元还包括加热器，所述加热器连通于所述换热器的A液出口和所述再生反应器的入口，用于将换热液(被换热的A液)进行加热。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述氢化单元还包括第二冷却器，所述第二冷却器连通于所述氢化反应器的液相出口、所述再生反应器的出口和所述氧化单元入口，用于将第一物流进行第二冷却后，得到第二冷却液再进入所述氧化单元，其中，所述第一物流为所述B液和再生氢化液。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述氢化单元还包括精密过滤器，所述精密过滤器连通于所述第二冷却器的第二冷却液出口和所述氧化单元的入口，用于将所述第二冷却液进行过滤。

在本发明的一些实施方式中，所述氧化单元包括氧化反应器。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述氧化单元还包括第三冷却器，所述第三冷却器连通于所述氧化反应器的氧化液出口和所述萃取单元的入口，用于将所述氧化液进行第三冷却，得到第三冷却液再进入所述萃取单元。

在本发明的一些实施方式中，所述萃取单元包括萃取塔。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述萃取单元还包括真空干燥塔，所述真空干燥塔连通于所述萃取塔的萃余液出口和所述氢化反应器的液相进口，用于将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液进行真空干燥，并将得到的脱除液和剩余萃余液返回所述氢化单元。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述真空干燥塔还连通于所述萃取塔的萃取剂入口或氧化液入口，用于将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液经真空干燥而得的水和/或有机物返回所述萃取塔。

根据本发明的一些实施方式，在所述系统中，所述氢化单元、氧化单元和所述萃取单元可以参照CN114426259A进行设置，在此不再赘述。

其中，所述A液与B液的质量流量比为10-25:75-90。

在本发明的一些实施方式中，优选地，步骤(1)中，所述氢化反应的过程包括：

a)经第1个气相进口和第1个气体分布器的所述含氢气体气泡，与所述工作液进行第一接触后，进入第1段催化剂床层进行第一氢化反应，得到第一反应产物；

b)经第2个气相进口和第2个气体分布器的所述含氢气体气泡，与所述第一反应产物进行第二接触后，进入第2段催化剂床层进行第二氢化反应，得到第二反应产物；

c)经第N个气相进口和第N个气体分布器的所述含氢气体气泡，与第(N-1)反应产物进行第N接触后，进入第N段催化剂床层进行第N氢化反应，得到所述反应产物。

在本发明的一些实施方式中，所述含氢气体可以为纯氢，或，纯氢和惰性气体的混合气体；其中，惰性气体优选氮气；优选地，所述含氢气体中氢气的体积含量为40-100体积％。待系统稳定后，根据反应消耗的氢气量连续向反应器补入纯氢；随着惰性气体的损失，间隙向氢化反应器补入惰性气体。

通常地，所述工作液为烷基蒽醌化合物溶于有机溶剂配制而成的溶液，优选地，所述烷基蒽醌化合物选自2-烷基-9,10-蒽醌(即，2-烷基蒽醌)、9,10-二烷基蒽醌(即，二烷基蒽醌)及其各自的5,6,7,8-四氢衍生物中的至少一种。其中，所述2-烷基-9,10-蒽醌中，烷基可以为C₁-C₅的烷基，其非限制性实例包括：甲基、乙基、仲丁基、叔丁基、叔戊基和异戊基。所述9,10-二烷基蒽醌中，两个烷基可以相同或不同，可以分别选自C₁-C₅的烷基，例如选自甲基、乙基和叔丁基。所述9,10-二烷基蒽醌上的二烷基例如为1,3-二甲基、1,4-二甲基、2,7-二甲基、1,3-二乙基、2,7-二(叔丁基)、2-乙基-6-叔丁基。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述有机溶剂为非极性化合物和极性化合物的混合物。所述非极性化合物可以为自沸点高于140℃的石油馏分，其主要组分为C₉以上的芳香烃(重芳烃)，例如为三甲基苯的异构体、四甲基苯的异构体、叔丁基苯、甲基萘的异构体和二甲基萘的异构体。所述极性化合物优选为饱和醇、羧酸酯、磷酸酯和四取代的脲中的至少一种。所述饱和醇通常为C₇-C₁₁的饱和醇，其非限制性实例包括：二异丁基甲醇、3,5,5-三甲基己醇、异庚醇。所述羧酸酯例如为乙酸甲基环己酯、乙酸庚酯、苯甲酸丁酯和庚酸乙酯中的至少一种。所述磷酸酯例如磷酸三辛酯、磷酸三-2-乙基丁酯、磷酸三-2-乙基己酯和磷酸三-正辛酯中的至少一种。所述四取代的脲例如为四-正丁基脲。

在本发明的一些实施方式中，当催化剂床层的段数N＝3段时，由下到上，第1个所述气相进口、第2个气相进口和第3个气相进口的含氢气体的流量比为0.6-0.3：0.5-0.2：0.4-0.1。可以根据反应特点和实际需要，分配含氢气体的流量，在高转化率区可以采取低空速来强化反应。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述第一氢化反应、第二氢化反应……和第N氢化反应的条件各自独立地包括：压力为0.03-0.35MPa，优选为0.05-0.25MPa；温度为40-80℃，优选为45-65℃。

在本发明的一些实施方式中，优选地，以m³计的所述工作液和以t计的所述加氢催化剂的用量比为1-50：1，例如，1:1、5:1、10:1、15:1、20:1、25:1、30:1、40:1、50:1，以及任意两个数值组成的范围中的任意值。

在本发明的一些实施方式中，优选地，相对于1t的加氢催化剂，所述工作液的用量为1-50m³，优选为5-30m³。

在本发明中，没有特殊情况说明下，以m³计的所述工作液和以t计的加氢催化剂的用量比是指工作液和N段所述催化剂床层中装填的加氢催化剂的用量比。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(1)中，所述含氢气体的标准体积流量与所述工作液的体积流量比为4-14:1，优选为5-10:1。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(1)还包括：将所述含氢尾气外排和/或作为循环气体返回并混入所述含氢气体；进一步优选地，将所述含氢尾气进行增压，得到的增压含氢尾气作为所述循环气体。

根据本发明的一些实施方式，优选地，该方法还包括：将部分所述氢化液作为循环氢化液经(N-1)个循环液相进口返回所述反应器筒体，以进行所述氢化反应。优选地，将部分所述氢化液进行第一冷却，得到的冷却氢化液作为所述循环氢化液。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述冷却氢化液的温度为15-70℃，优选为20-50℃，更优选为35-45℃。这样设置通过降低循环氢化液的温度，进而降低催化剂床层的温升。

在本发明的一些实施方式中，优选地，所述循环氢化液与所述氢化液的重量比为10-80：100，例如，10:100、15:100、20:100、30:100、40:100、50:100、60:100、80:100，以及任意两个数值组成的范围中的任意值，优选为15-60：100，更优选为15-50：100。这样设置，在降低催化剂床层温升和保证固定床反应器取热效果的同时尽量降低循环氢化液量，降低能耗。一方面可以使催化剂寿命延长，降低催化剂再生造成的消耗；可以减少工作液再生负荷，降低工作液再生造成的消耗和产生的固体废物的产生量；可以取消碱塔工作液再生，提高装置本质安全性。

在本发明中，没有特殊情况说明下，所述氢化液包括：部分氢化液和剩余部分氢化液，即，所述氢化液包括循环氢化液。

在本发明的一些实施方式中，当催化剂床层的段数N＝3段时，循环液相进口的数量为2个，由下到上，第1个循环液相进口和第2个循环液相进口的循环液相的流量比为0.3-0.8：0.2-0.7。利于降低各催化剂床层的反应温升。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(2)中，所述再生反应在再生反应器中进行，所述再生反应器选自固定床反应器和/或浆态床反应器。

根据本发明的一些实施方式，优选地，当所述再生反应器为固定床反应器时，所述再生催化剂为改性氧化铝；优选地，所述改性氧化铝选自碱金属、碱土金属和稀土金属中的至少一种金属改性的氧化铝。

根据本发明的一些实施方式，优选地，当所述再生反应器为浆态床反应器时，所述再生催化剂为改性分子筛；优选地，所述改性分子筛选自碱金属、碱土金属和稀土金属中的至少一种金属改性的分子筛。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(2)中所述再生反应的过程包括：将所述A液和再生氢化液进行换热后，得到换热液再进行所述再生反应；优选地，步骤(2)中所述再生反应的过程还包括：将所述换热液进行加热后，再进行所述再生反应。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(3)还包括：在所述氧化反应之前，将第一物流进行第二冷却后，得到第二冷却液，其中，所述第一物流包括所述B液和再生氢化液。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(3)还包括：在所述氧化反应之前，将所述第二冷却液与第一pH调节剂进行混合，得到的调节液再进行过滤。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(3)所述氧化反应还得到含氧尾气，并将所述含氧尾气外排和/或经压缩后再返回所述含氧气体。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(4)中，所述萃取的过程使用的萃取剂选自水和可选的第二pH调节剂。

根据本发明的一些实施方式，优选地，步骤(4)还包括：在进行所述萃取之前，将所述氧化液进行第三冷却后，得到第三冷却液。

根据本发明的一些实施方式，优选地，该方法还包括：将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液进行真空干燥，并将得到的脱除液与剩余萃余液作为循环工作液返回加入所述工作液。

根据本发明的一些实施方式，优选地，所述真空干燥还得到水和/或有机物，并将所述水和/或有机物循环回步骤(4)中。

根据本发明的一些实施方式，在本发明提供的所述方法中，步骤(2)至步骤(4)可以参照CN114426259A进行，在此不再赘述。

以下结合附图对本发明提供的制备过氧化氢的系统和方法进行阐述。

本发明示例性地提供了一种具体实施方式的制备过氧化氢的系统示意图，如图1所示，该系统包括依次连接的氢化单元、氧化单元和萃取单元；所述氢化单元用于将含氢气体01和工作液02依次进行氢化反应和气液分离，得到氢化液03和含氢尾气04，其中，所述氢化液03分为A液和B液；

所述氢化单元包括氢化反应器I，所述氢化反应器I为固定床反应器；所述氢化反应和所述气液分离在所述氢化反应器I中进行；

所述氢化反应器I的结构示意图如图2所示，从图中可知，所述氢化反应器I包括：反应器筒体1，设置在反应器筒体1上的液相进口2、N个气相进口3(N为自然数且N≥2)、气相出口4、液相出口5和(N-1)个循环液相进口12，以及在反应器筒体1内由下到上依次设置有N段催化剂床层6和气液分离部件；每段催化剂床层6的下方依次设置有气体分布器7和液体分布器13，气体分布器7与气相进口3连接；其中，气液分离部件包括分离部件筒体8，设置在分离部件筒体8内的隔板9、溢流管10和防冲挡板11，使得气液分离部件分为两相区、液相区和气相区；其中，液相区设置有液相出口5；气相区设置有气相出口4；

其中，隔板9和分离部件筒体8的夹角α为45-90°；隔板9和溢流管10的夹角β为90-145°；防冲挡板11设置在溢流管10的上方，夹角γ为110-145°；

其中，气相出口4连接N个气相进口3，连接气相出口4和气相进口3的管道上设置有压缩机II，以将含氢尾气04进行增压，得到的增压含氢尾气05作为循环气体返回所述氢化单元并混入含氢气体01；每个气相进口3的管道上设置有气体流量控制器IV和气体流量调节阀X；连接液相进口2的管道上设置有液体流量控制器V和液体流量调节阀XI。

其中，由下到上，第2段…第N段，每段催化剂床层6的下方各自独立地设置有循环液相进口12；第(N-1)个循环液相进口12设置在第N个气相进口3的下方；连接循环液相进口12和液相出口5的管道上依次设置有液体流量控制器V、液体流量调节阀XI和第一冷却器III；

其中，所述反应器筒体1的顶部设置有压力控制器VI，连接气相出口4、气相入口3和压力控制器VI的管道上设置有压力调节阀XII；

其中，所述液相区设置有液位控制器VII，连接所述液相出口5的管道上设有液位调节阀XIII；

所述氢化单元还包括再生反应器14，所述再生反应器14连通于所述氢化反应器I的液相出口5与所述氧化单元的入口，用于将所述A液进行再生反应，得到再生氢化液011；

所述氧化单元用于将所述B液、再生氢化液011和含氧气体012进行氧化反应，得到氧化液08；

所述萃取单元用于将所述氧化液08进行萃取，得到过氧化氢溶液09和萃余液010，并将所述萃余液010返回所述氢化单元；

所述氢化单元还包括换热器15，所述换热器15连通于所述氢化反应器I的液相出口5、所述再生反应器14的入口和所述再生反应器14的再生氢化液出口，用于将所述A液和所述再生氢化液011进行换热；

所述氢化单元还包括加热器16，所述加热器16连通于所述换热器15的A液出口和所述再生反应器14的入口，用于将换热液进行加热；

所述氢化单元还包括第二冷却器17，所述第二冷却器17连通于所述氢化反应器I的液相出口5、所述再生反应器14的出口和所述氧化单元入口，用于将第一物流进行第二冷却后，得到第二冷却液再进入所述氧化单元，其中，所述第一物流为所述B液和再生氢化液；

所述氢化单元还包括精密过滤器18，所述精密过滤器18连通于所述第二冷却器17的第二冷却液出口和所述氧化单元的入口，用于将所述第二冷却液进行过滤。

所述氧化单元包括氧化反应器VIII；

所述氧化单元还包括第三冷却器19，所述第三冷却器19连通于所述氧化反应器VIII的氧化液出口和所述萃取单元的入口，用于将所述氧化液08进行第三冷却，得到第三冷却液后再进入所述萃取单元。

所述萃取单元包括萃取塔IX；

所述萃取单元还包括真空干燥塔20，所述真空干燥塔20连通于所述萃取塔IX的萃余液出口和所述氢化反应器I的液相进口2，用于将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液进行真空干燥，并将得到的循环工作液013(脱除液与剩余萃取液)返回所述氢化单元。

所述真空干燥塔20还连通于所述萃取塔IX的萃取剂入口或氧化液入口，用于将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液经真空干燥而得的水和/或有机物014返回所述萃取塔IX。

所述方法在图1-2所示的制备过氧化氢的系统中进行，包括以下步骤：

(1)在加氢催化剂存在下，经N个气相进口3进入反应器筒体1内的含氢气体01，再经N个气体分布器7被分散成含氢气体气泡，与经液相进口2进入反应器筒体1内的工作液02进行接触后，在N段催化剂床层6中各自独立地进行氢化反应，得到的反应产物向上流动进入气液分离部件进行气液分离，得到氢化液03和含氢尾气04，所述氢化液03经液相出口5流出；其中，所述催化剂床层6中装填有所述加氢催化剂；

(2)将所述氢化液03分为A液和B液；在再生催化剂存在下，将所述A液进行再生反应，得到再生氢化液011；

(3)将所述B液、再生氢化液011和含氧气体012进行氧化反应，得到氧化液08；

(4)将所述氧化液08进行萃取，得到过氧化氢溶液09和萃余液010，并将所述萃余液010返回加入所述工作液02；

其中，所述A液与B液的质量流量比为10-25:75-90；

优选地，将所述含氢尾气04经增压后，得到的增压含氢尾气05作为循环气体返回并混入所述含氢气体01；

优选地，将部分氢化液06进行第一冷却，得到的冷却氢化液07作为循环氢化液返回并进行所述氢化反应；

优选地，将所述A液和再生氢化液011进行换热后，得到的换热液进行加热后，再进行所述再生反应；

优选地，在所述氧化反应之前，将第一物流进行第二冷却后，得到第二冷却液，其中，所述第一物流包括所述B液和再生氢化液011；

优选地，在所述氧化反应之前，将所述第二冷却液与第一pH调节剂015进行混合，得到的调节液再进行过滤；

优选地，所述氧化反应还得到含氧尾气016，并将所述含氧尾气016外排和/或经压缩后再返回所述含氧气体012；

优选地，所述萃取的过程使用的萃取剂017选自水和可选的第二pH调节剂；

优选地，在进行所述萃取之前，将所述氧化液08进行第三冷却后，得到第三冷却液；

优选地，将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液010进行真空干燥，并将得到的脱除液与剩余萃余液作为循环工作液013返回加入所述工作液02；

优选地，所述真空干燥还得到水和/或有机物014，并将所述水和/或有机物014循环回步骤(4)中。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例和对比例中：

加氢催化剂为负载型催化剂，平均粒径为3-5mm；其中，加氢催化剂的载体为氧化铝，活性金属为钯或铂，以加氢催化剂的总重量为基准，活性金属的含量为0.3wt％。

工作液为烷基蒽醌化合物(2-烷基-9,10-蒽醌)溶于有机溶剂(沸点高于140℃的石油馏分，C₇-C₁₁的饱和醇)配制而成的溶液。

氢效(氢化效率)测定方法：取5mL氢化液于分液漏斗中，再加入10mL的重芳烃和20mL的1+4H₂SO₄溶液(H₂SO₄与水的体积比为1:4)；向上述混合溶液中通O₂，鼓泡氧化至亮黄色或橘黄色为止(约10-15min)；用纯水洗涤萃取反应液4-5次，每次约20mL水；向萃取液中用浓度0.1mol/L的KMnO₄标准溶液滴定至微红色，30s不褪色为终点；

计算方式：氢效(g·H₂O₂/L)＝标准溶液浓度(0.1mol/L)×标准溶液体积(mL)×17.01/5。

实施例1

采用如图1所示的制备过氧化氢的系统以及如图2所示的氢化反应器I，

其中，氢化反应器I包括：反应器筒体1，液相进口2、3个气相进口3、气相出口4、液相出口5和2个循环液相进口12，以及在反应器筒体1内由下到上依次设置有3段催化剂床层6和气液分离部件；每段催化剂床层6的下方依次设置有气体分布器7和液体分布器13，气体分布器7与气相进口3连接；其中，气液分离部件包括分离部件筒体8，设置在分离部件筒体8内的隔板9、溢流管10和防冲挡板11，使得气液分离部件分为两相区、液相区和气相区；其中，液相区设置有液相出口5；气相区设置有气相出口4；

其中，反应器筒体1的内径为550mm，高度为6000mm；每段催化剂床层6的高度为820mm；气液分离部件的高度为800mm；

其中，气相进口3距离催化剂床层6的下表面的最短距离d1为0.2m；气体分布器7选自孔径为10-100μm的微孔元件；

其中，分离部件筒体8和反应器筒体1的内径比为1:1；溢流管10和分离部件筒体8的高度比为0.5:1；溢流管10的横截面为圆形，溢流管10和分离部件筒体1的内径比为0.5:1；防冲挡板11设置在溢流管10的上方，防冲挡板11距离溢流管10的最短距离为0.3m；防冲挡板11的夹角γ为120°；

其中，气相出口4连接3个气相进口3，连接气相出口4和气相进口3的管道上设置有压缩机II；每个气相进口3的管道上设置有气体流量控制器IV和气体流量调节阀X；连接液相进口2的管道上设置有液体流量控制器V和液体流量调节阀XI；

其中，由下到上，第2段和第3段的催化剂床层6的下方各自独立地设置有循环液相进口12；第1个循环液相进口12设置在第2个气相进口3的下方，第2个循环液相进口12设置在第3个气相进口3的下方；连接循环液相进口12和液相出口5的管道上依次设置有液体流量控制器V、液体流量调节阀XI和第一冷却器III；

其中，连接气相出口4和反应器筒体1的顶部的管道上设置有压力控制器VI；连接气相出口4、气相入口3和压力控制器VI的管道上设置有压力调节阀XII；液相区设置有液位控制器VII，连接所述液相出口5的管道上设有液位调节阀XIII。

制备过氧化氢的方法包括以下步骤：

(1)在加氢催化剂存在下，将含氢气体01(纯氢，30Nm³/h)和工作液02(4.8m³/h，温度为40℃)进行氢化反应，得到的反应产物进行气液分离，得到氢化液03(温度为50℃)和含氢尾气04；将氢化液03分为A液和B液；其中，氢化反应的过程为：

a)经第1个气相进口和第1个气体分布器的含氢气体气泡，与工作液进行第一接触后，进入第1段催化剂床层进行第一氢化反应，得到第一反应产物；

b)经第2个气相进口和第2个气体分布器的含氢气体气泡，与上述第一反应产物、第一股循环氢化液进行第二接触后，进入第2段催化剂床层进行第二氢化反应，得到第二反应产物；

c)经第3个气相进口和第3个气体分布器的含氢气体气泡，与上述第二反应产物和第二股循环氢化液进行第三接触后，进入第3段催化剂床层进行第三氢化反应，得到反应产物；

其中，3个气相进口的含氢气体的流量比为0.5:0.3:0.2；

第一氢化反应、第二氢化反应以及第三氢化反应的条件各自独立地为：压力为0.25MPa，温度为45℃；

其中，催化剂床层中装填有该加氢催化剂，每段催化剂床层装填的加氢催化剂的用量为100kg；

其中，将含氢尾气04经增压后，得到的增压含氢尾气05作为循环气体返回并混入含氢气体01；将部分氢化液06进行第一冷却，得到的冷却氢化液07(温度为40℃)作为循环氢化液返回并进行氢化反应，其中，部分氢化液06和氢化液03的重量比为50:100；第一股循环氢化液和第二股循环氢化液的流量比为0.6:0.4；

(2)将A液(15％质量流量的氢化液)经过两台内装活性氧化铝的氢化白土床(直径800mm，高度1700mm)进行再生反应，得到再生氢化液011，其中，再生反应温度为80℃；

(3)将B液(85％质量流量的氢化液)与步骤(2)所得到的再生氢化液011的混合液经第二冷却器17降温至45℃，得到第二冷却液，注入质量浓度为85％的磷酸溶液，得到磷酸含量为5mg/L的调节液，再将所述调节液经精密过滤器18过滤后，进入氧化反应器VIII中，与177Nm³/h空气进行氧化反应，其中，氧化反应的温度为50℃，压力为0.3MPa，得到含氧尾气016和氧化液08；

(4)将质量浓度为85％的磷酸水溶液稀释至磷酸含量为120ppm的含酸水溶液，并将氧化液08与含酸水溶液按37：1的质量流量比在萃取塔中进行萃取，得到萃余液010和过氧化氢溶液09，其中，过氧化氢溶液09中的过氧化氢的含量为27.5wt％；

(5)将所述萃余液010经真空干燥塔脱水后，得到的脱除液与剩余萃余液作为循环工作液013返回氢化单元并混入工作液02，其中，真空干燥塔的压力为5kPa，温度为70℃。

技术效果：氢化液的氢效为9.3-9.4g/L，加氢选择性为98％-99％。装置运行2100h，期间更换活性氧化铝1.2t，反应器催化剂活性、选择性稳定，未出现失活迹象，工作液中有效蒽醌含量稳定。

实施例2

按照实施例1的方法，不同的是，步骤(2)中，将A液(10％质量流量的氢化液)经过两台内装活性氧化铝的氢化白土床(直径800mm，高度1700mm)进行再生反应，得到再生氢化液011，其中，再生反应温度为60℃，其余步骤和条件相同，得到过氧化氢溶液(过氧化氢的含量为27.5wt％)。

技术效果：氢化液的氢效为9.3-9.4g/L，加氢选择性为98％-99％。装置运行2100h，期间更换活性氧化铝1.2t，反应器催化剂活性、选择性稳定，未出现失活迹象，工作液中有效蒽醌含量降低3％。

对比例1

按照实施例1的系统；

按照实施例1的方法，不同的是，不进行将氢化液03分为A液和B液的步骤，而是直接将氢化液03经第二冷却器降温，其余步骤和条件相同，得到过氧化氢溶液(过氧化氢的含量为27.5wt％)。

技术效果：氢化液的氢效为9.0-9.4g/L，加氢选择性为95％-99％。装置运行2100h，期间更换活性氧化铝1.2t，反应初期催化剂活性、选择性稳定，未出现失活迹象，工作液中有效蒽醌含量降低5％。随着时间的延长，催化剂活性、选择性逐渐出现下降趋势。

对比例2

按照实施例1的系统；

按照实施例1的方法，不同的是，部分氢化液不作为循环氢化液，即，步骤(1)中，氢化液03的温度为60℃，其余步骤和条件相同，得到过氧化氢溶液(过氧化氢的含量为27.5wt％)；

技术效果：氢化液的氢效为8.9-9.1g/L，加氢选择性为94％-96％。装置运行2100h，期间更换活性氧化铝1.2t，反应器催化剂活性和选择性有所下降，未出现明显失活迹象，工作液中有效蒽醌含量降低8％。

对比例3

按照实施例1的系统，不同的是，固定床加氢反应器(直径550mm，高4000mm)，内装催化剂床层(高度为2500mm，装填有加氢催化剂)，催化剂床层不分段；即，只有1段催化剂床层，工作液从底部气相进口和液相进口进入并经过分布器分配；

技术效果：氢化液的氢效8.4-8.9g/L，加氢选择性89％-94％。装置运行1800h，期间更换活性氧化铝1.0t，反应器催化剂活性和选择性有所下降，有失活迹象，工作液中有效蒽醌含量降低12％。

对比例4

制备过氧化氢的系统采用对比例3的固定床反应器；含氢气体01(纯氢，30Nm³/h)和工作液02(4.8m³/h，温度为40℃)由反应器顶部进口分别进入反应器，反应器顶部压力为0.3MPa，反应器底部温度为60℃；反应产物由反应器底部流出进入气液分离罐，得到氢化液03和含氢尾气04，含氢尾气04排出系统，将氢化液03分为A液和B液；

按照实施例1的步骤(2)至步骤(5)，得到过氧化氢溶液(过氧化氢的含量为27.5wt％)；

技术效果：氢化液的氢效7.6-8.7g/L，加氢选择性80％-92％。装置运行800h，期间更换活性氧化铝0.46t，反应器催化剂活性和选择性下降明显，失活现象明显，工作液中有效蒽醌含量降低16％。

通过上述结果可以看出，采用本发明提供的系统和方法制备过氧化氢，可显著提高固定床烷基蒽醌加氢的氢效，加氢选择性可提高至98％以上，有效提高氢化反应选择性、装置效率，并延长催化剂的使用寿命，具有很好的经济效益和社会效益。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims

1.一种制备过氧化氢的系统，其特征在于，

该系统包括依次连接的氢化单元、氧化单元和萃取单元；其中：

2.根据权利要求1所述的系统，其中，所述催化剂床层的段数为2-8段，优选为3-5段；

和/或，所述催化剂床层的高径比为1：0.5-5，优选为1：0.8-3；

和/或，所述气相进口距离所述催化剂床层的下表面的最短距离d1为0.1-1.5m，优选为0.2-0.8m；

和/或，所述气体分布器选自开孔管或微孔元件；

和/或，所述开孔管的孔径为0.5-12mm，优选为1-8mm；所述微孔元件的孔径为0.2-500μm，优选为0.5-200μm；

和/或，每段所述催化剂床层的下方设置有液体分布器，且所述液体分布器设置在所述气体分布器的下方。

3.根据权利要求1所述的系统，其中，所述气液分离部件包括分离部件筒体，以及设置在所述分离部件筒体内的隔板、溢流管和防冲挡板；

和/或，所述溢流管和防冲挡板形成的区域为所述两相区；所述隔板和分离器筒体的内壁形成的区域为所述液相区；所述防冲挡板和分离器筒体的内壁形成的区域为所述气相区；

和/或，所述分离部件筒体和反应器筒体的内径之比为0.2-1.5：1，优选为0.5-1：1；

和/或，所述隔板和分离部件筒体的夹角α为45°-90°，所述隔板和溢流管的夹角β为90°-145°；

和/或，所述溢流管和分离部件筒体的内径比为0.15-0.75：1，优选为0.2-0.6：1；

和/或，所述溢流管和分离部件筒体的高度比为0.2-0.95：1，优选为0.5-0.8：1；

和/或，所述防冲挡板设置在所述溢流管的上方，优选所述防冲挡板的下沿距离所述溢流管的上端的最短距离为0.3-1.2m，优选为0.3-0.8m；

和/或，所述防冲挡板为圆锥结构，优选夹角γ为110°-145°。

4.根据权利要求1-3中任意一项所述的系统，其中，所述液相进口设置在所述反应器筒体的底部；所述气相出口设置在所述反应器筒体的顶部；

和/或，所述气相出口连接N个所述气相进口，优选连接所述气相出口和气相进口的管道上设置有压缩机；

和/或，每个所述气相进口的管道上设置有气体流量控制器，优选连接所述气相进口和气流流量控制器的管道上设置有气体流量调节阀，且所述气体流量调节阀设置在所述气相进口和气体流量控制器之间。

5.根据权利要求1-3中任意一项所述的系统，其中，所述氢化反应器还包括：连接所述液相出口的(N-1)个循环液相进口，且所述循环液相进口各自独立地设置在所述反应器筒体上；

和/或，由下到上，第2段…第N段，每段所述催化剂床层的下方各自独立地设置有所述循环液相进口；

和/或，由下到上，第(N-1)个所述循环液相进口设置在第N个所述气相进口的下方；

和/或，所述循环液相进口距离所述催化剂床层的下方的最短距离d2为0.2-1.2m，优选为0.3-0.8m；

和/或，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上设置有第一冷却器；

和/或，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上还设置有液体流量控制器，且所述液体流量控制器设置在所述第一冷却器之前；

和/或，连接所述循环液相进口和液相出口的管道上还设置有液体流量调节阀，且所述液体流量调节阀设置在所述液体流量控制器和循环冷却器之间。

6.根据权利要求1-3中任意一项所述的系统，其中，所述反应器筒体的顶部设置有压力控制器，优选连接所述气相出口、气相入口和压力控制器的管道上设置有压力调节阀；

和/或，所述液相区设置有液位控制器，优选连接所述液相出口的管道上设有液位调节阀。

7.一种制备过氧化氢的方法，其特征在于，该方法在权利要求1-6中任意一项所述的系统中进行；其中，该方法包括以下步骤：

其中，所述A液与B液的质量流量比为10-25:75-90。

8.根据权利要求7所述的方法，其中，步骤(1)中，所述氢化反应的过程包括：

c)经第N个气相进口和第N个气体分布器的所述含氢气体气泡，与第(N-1)反应产物进行第N接触后，进入第N段催化剂床层进行第N氢化反应，得到所述反应产物；

和/或，所述第一氢化反应、第二氢化反应……和第N氢化反应的条件各自独立地包括：压力为0.03-0.35MPa，优选为0.05-0.25MPa；温度为40-80℃，优选为45-65℃；

和/或，以m³计的所述工作液和以t计的所述加氢催化剂的用量比为1-50：1。

9.根据权利要求7所述的方法，其中，步骤(1)中，所述含氢气体的标准体积流量与所述工作液的体积流量比为4-14:1，优选为5-10:1；

和/或，步骤(1)还包括：将所述含氢尾气外排和/或作为循环气体返回并混入所述含氢气体；

和/或，该方法还包括：将部分所述氢化液作为循环氢化液返回并进行所述氢化反应；优选地，将部分所述氢化液进行第一冷却，得到的冷却氢化液作为所述循环氢化液；

和/或，所述冷却氢化液的温度为15-70℃，优选为20-50℃，更优选为35-45℃；

和/或，所述循环氢化液与所述氢化液的重量比为10-80：100，优选为15-60：100，更优选为15-50：100。

10.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，步骤(2)中，所述再生反应在再生反应器中进行，所述再生反应器选自固定床反应器和/或浆态床反应器；

和/或，当所述再生反应器为固定床反应器时，所述再生催化剂为改性氧化铝；优选地，所述改性氧化铝选自碱金属、碱土金属和稀土金属中的至少一种金属改性的氧化铝；

和/或，当所述再生反应器为浆态床反应器时，所述再生催化剂为改性分子筛；优选地，所述改性分子筛选自碱金属、碱土金属和稀土金属中的至少一种金属改性的分子筛；

和/或，步骤(2)中所述再生反应的过程包括：将所述A液和再生氢化液进行换热后，得到换热液再进行所述再生反应；优选地，步骤(2)中所述再生反应的过程还包括：将所述换热液进行加热后，再进行所述再生反应。

11.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，步骤(3)还包括：在所述氧化反应之前，将第一物流进行第二冷却后，得到第二冷却液，其中，所述第一物流包括所述B液和再生氢化液；

优选地，步骤(3)还包括：在所述氧化反应之前，将所述第二冷却液与第一pH调节剂进行混合，得到的调节液再进行过滤；

优选地，步骤(3)所述氧化反应还得到含氧尾气，并将所述含氧尾气外排和/或经压缩后再返回所述含氧气体。

12.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，步骤(4)中，所述萃取的过程使用的萃取剂选自水和可选的第二pH调节剂；

和/或，步骤(4)还包括：在进行所述萃取之前，将所述氧化液进行第三冷却后，得到第三冷却液。

13.根据权利要求7-9中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括：将至少10％优选至少30％质量流量的所述萃余液进行真空干燥，并将得到的脱除液与剩余萃余液作为循环工作液返回加入所述工作液；

和/或，所述真空干燥还得到水和/或有机物，并将所述水和/或有机物循环回步骤(4)中。