CN103446881A - 苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，主要解决现有技术中能耗较高的问题。本发明通过采用一种苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，压缩空气进入氧化塔与原料接触，氧化塔排出的待处理氧化物料气经一级换热器、二级换热器后，进入一级尾气分液罐分液，气相经三级换热器冷凝后进入二级分液罐分液，二级分液罐排出的气相进入四级换热器换热后，进入尾气热交换器后进入废气处理器，经过处理后的尾气进入尾气热交换器换热后进入膨胀机的技术方案较好地解决了上述问题，可用于催化氧化尾气能量回收中。

Description

苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法

 

技术领域

本发明涉及一种苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法。

技术背景

随着人们对能源消耗和环保提出日益增高的要求，工业尾气的处理引起越来越多的重视。尤其是化工行业的工业尾气，一般都含有有机物和有毒有害物质，如果直接排放大气，势必会造成环境污染，而且造成资源浪费。但是如果对其加以回收利用，就必须得出去其中夹带的杂质。比如说，目前国内苯酚丙酮生产装置尾气中大多含有异丙苯，甲醇，丙酮，甲烷，非芳烃等有毒有害物质，严重污染了环境，传统的有机废气净化方法包括洗涤、吸附法、冷凝法和直接燃烧法等，这些方法常有易产生二次污染、处理效率低、能耗大、易受有机废气浓度和温度限制等缺点。

CN 200910081333.0氧化尾气处理工艺，其工艺采用催化剂处理尾气，使尾气达标后直接排放，并没有进行能量回收。

CN 200810039311.3中涉及了一种苯酚丙酮装置尾气的催化氧化处理工艺，其氧化尾气处理采用催化氧化工艺技术，将苯酚丙酮装置氧化尾气所含微量有机物和有害物经催化转化为二氧化碳和水，但处理后的高温高压尾气仅仅用于加热入口待处理的氧化尾气，换热后的高温高压尾气也直接通过排放筒排入大气，同样不回收其能量。

CN 200910032946.5中公开了处理大气量工业废气中有机物的方法，采用对工业尾气进行洗涤处理、后进行膨胀作功；作功后的气体进入吸附床进行吸附处理与解吸，解吸后的气体在催化剂的存在下进行催化燃烧，燃烧后的工业废气经过碱洗处理，去除尾气中含有的含卤素化合物，由于先膨胀作功后催化处理，尾气中的微量有害物容易腐蚀损害膨胀机，工艺流程不合理；而且催化燃烧仅能处理有机物含量为20～999PPM的工业废气，处理范围小。另外，二次膨胀存在设备数目多，工程建设投资大，日常运行费用高等问题。

 

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗较高的问题，提供一种新的苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法。该方法用于氧化尾气能量回收中，具有能耗较低、投资较小的优点。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，经过空气压缩机增压后的压缩空气进入氧化塔与原料接触，氧化塔排出的待处理氧化物料气经一级换热器、二级换热器降温后，进入一级尾气分液罐分液，尾气分液罐排出的气相经三级换热器冷凝后进入二级分液罐分液，二级分液罐排出的气相中的一部分进入四级换热器换热后，进入尾气热交换器进一步升温后进入废气处理器，经过处理后的尾气进入尾气热交换器换热后进入膨胀机，将尾气在废气处理器中产生的热能通过膨胀机一次膨胀转化为机械能作为空压机的部分动力驱动空压机以降低空压机的电力消耗，空压机动力不足部分由电动机补充，经过能量回收后的尾气从膨胀机出口排出废气处理器排出的已处理的高温催化尾气。

上述技术方案中，优选地，所述废气处理器中尾气在催化剂的存在下发生催化氧化，将尾气中夹带的有机物、有害物转化为二氧化碳和水；所述催化剂选自铂、钯任意一种或铂钯二种组合的贵金属蜂窝催化剂；废气处理器操作压力在0.04～3.00MPaG之间，操作温度为0～800℃。

上述技术方案中，优选地，所述废气处理器入口的氧化尾气所含有机物和有害物浓度为10～8000ppm。

上述技术方案中，优选地，所述一级分液罐和二级分液罐排出的液相合并为有机凝液返回苯酚丙酮装置。

上述技术方案中，优选地，所述进入膨胀机的尾气操作压力以表压计为0.04～3.00MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.000～0.080MPa。

上述技术方案中，优选地，所述进入膨胀机的尾气操作温度在0～800℃之间，优选范围为100～400℃之间，排出膨胀机的尾气操作温度在0～300℃之间，优选范围为10～100℃之间。

上述技术方案中，优选地，所述废气处理器加入燃料，与经过尾气热交换器换热后的氧化尾气混合进入尾气处理器。

上述技术方案中，优选地，所述二级分液罐排出的气相中的的50～70%（体积）直接进入尾气处理器。

本发明中，空气压缩机出口的压缩空气操作压力在0.06～4.00MPaG之间，优选范围为0.10～1.20MPaG之间；操作温度在0～300℃之间，优选范围为50～250℃之间。氧化塔出口的氧化物料气操作压力在0.04～3.80MPaG之间，优选范围为0.08～1.00MPaG之间；操作温度在0～300℃之间，优选范围为50～250℃之间。一级换热器的氧化物料气操作压力在0.04～3.70MPaG之间，优选范围为0.08～0.90MPaG之间；入口操作温度在0～300℃之间，优选范围为50～250℃之间；出口操作温度在0～300℃之间，优选范围为50～250℃之间。二级换热器的氧化物料气操作压力在0.04～3.60MPaG之间，优选范围为0.08～0.80MPaG之间；入口操作温度在0～300℃之间，优选范围为50～250℃之间；出口操作温度在0～200℃之间，优选范围为30～150℃之间。一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力在0.04～3.60MPaG之间，优选范围为0.08～0.80MPaG之间；操作温度在0～200℃之间，优选范围为30～150℃之间。三级换热器的氧化物料气操作压力在0.04～3.40MPaG之间，优选范围为0.08～0.70MPaG之间；入口操作温度在0～200℃之间，优选范围为30～150℃之间；出口操作温度在0～160℃之间，优选范围为0～100℃之间。二级分液罐的待处理氧化尾气操作压力在0.04～3.40MPaG之间，优选范围为0.08～0.70MPaG之间；操作温度在0～160℃之间，优选范围为0～100℃之间。尾气预热器的待处理氧化尾气操作压力在0.04～3.00MPaG之间，优选范围为0.08～0.60MPaG之间；入口操作温度在0～160℃之间，优选范围为0～100℃之间；出口操作温度在0～300℃之间，优选范围为60～200℃之间。废气处理器的氧化尾气操作压力在0.04～3.00MPaG之间，优选范围为0.08～0.60MPaG之间；操作温度在0～800℃之间，优选范围为60～600℃之间；废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度优选范围为100～6000PPM之间。尾气热交换器的氧化尾气操作压力在0.04～3.00MPaG之间，优选范围0.08～0.60MPaG之间；入口操作温度在0～800℃之间，优选范围为60～600℃之间；出口操作温度在0～800℃之间，优选范围为60～500℃之间。膨胀机的氧化尾气入口操作压力优选范围为0.08～0.80MPaG之间；出口操作压力优选范围为0.000～0.001MPaG之间；膨胀机的氧化尾气入口操作温度优选范围为60～500℃之间；出口操作温度优选范围为10～100℃之间。

本发明将苯酚丙酮装置催化氧化后的氧化尾气送入一次膨胀机做功，氧化尾气的热能转化为机械能作为部分空压机的动力用于驱动空压机，可降低空压机20～25%的电耗，降低苯酚丙酮装置能耗6.00～8.00kg标油/吨产品，取得了较好的技术效果。

 

附图说明

图1为本发明所述方法的工艺流程示意图。

1为空气压缩机；2为膨胀机；3为电动机；4为尾气热交换器；5为尾气处理器；6为四级换热器；7为二级分液罐；8为一级分液罐；9为三级换热器；10为二级换热器；11为一级换热器；12为氧化塔；13为尾气排放筒；14为压缩空气管线；15为压缩空气进入氧化塔管线；16为氧化塔出口管线；17为一级换热器出口管线；18为二级换热器出口管线；19为一级分液罐出口管线；20为凝液管线；21为三级换热器出口管线；22为二级分液罐出口管线；23为四级换热器出口管线；24为尾气热交换器出口管线；25为氧化塔出口管线；26为膨胀机入口管线；27为膨胀机出口管线；28为燃料添加管线。。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。

 

具体实施方式

【实施例1】

苯酚丙酮装置的生产规模为35万吨/年，工艺流程如图1所示，经过空气压缩机增压后的压缩空气进入氧化塔与原料接触，氧化塔排出的待处理氧化物料气经一级换热器、二级换热器降温后，进入一级尾气分液罐分液，尾气分液罐排出的气相经三级换热器冷凝后进入二级分液罐分液，二级分液罐排出的气相中的一部分进入四级换热器换热后，进入尾气热交换器进一步升温后进入废气处理器，经过处理后的尾气进入尾气热交换器换热后进入膨胀机，将尾气在废气处理器中产生的热能通过膨胀机一次膨胀转化为机械能作为空压机的部分动力驱动空压机以降低空压机的电力消耗，空压机动力不足部分由电动机补充，经过能量回收后的尾气从膨胀机出口排出废气处理器排出的已处理的高温催化尾气。所述一级分液罐和二级分液罐排出的液相合并为有机凝液返回苯酚丙酮装置。二级分液罐排出的气相中的50.4%（体积）直接进入尾气处理器。废气处理器加入燃料，与经过尾气热交换器换热后的氧化尾气混合进入尾气处理器。

空气压缩机出口的压缩空气操作压力1.15MPaG，操作温度150℃；氧化塔出口的氧化物料气操作压力1.00MPaG，操作温度240℃；一级换热器的氧化物料气操作压力0.85MPaG，入口操作温度240℃，出口操作温度150℃；二级换热器的氧化物料气操作压力0.80MPaG，入口操作温度150℃，出口操作温度90℃；一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力0.80MPaG，操作温度90℃；三级换热器的氧化物料气操作压力0.65MPaG，入口操作温度90℃，出口操作温度65℃；二级尾气分液罐的待处理氧化尾气操作压力0.65MPaG，操作温度65℃；四级换热器的待处理氧化尾气操作压力0.60MPaG，入口操作温度65℃，出口操作温度180℃；废气处理器的氧化尾气操作压力0.60MPaG，操作温度550℃，废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度3800PPM；废气处理器采用铂金属蜂窝催化剂将氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度转化为二氧化碳和水；尾气热交换器的氧化尾气操作压力0.50MPaG，入口操作温度550℃，出口操作温度450℃；膨胀机的氧化尾气入口操作压力0.10MPaG，出口操作压力0.0005MPaG，氧化尾气入口操作温度为450℃，出口操作温度为90℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气达标排放，同时膨胀机可输出功率1600KW，降低空压机20.15%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗6.34kg标油/吨产品。

 

【实施例2】

按照实施例1所述的条件和步骤，只是苯酚丙酮装置的生产规模改为40万吨/年，运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气达标排放，同时膨胀机可输出功率1830KW，降低空压机20.42%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗6.34kg标油/吨产品。

 

【实施例3】

按照实施例2所述的条件和步骤，进入膨胀机的氧化尾气操作压力为0.70MPaG，排出膨胀机的氧化尾气操作压力为0.0008MPaG，进入膨胀机的氧化尾气操作温度为390℃，排出膨胀机的氧化尾气操作温度为95℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气可达标排放，同时膨胀机可输出功率2200KW，降低空压机24.55%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗7.63kg标油/吨产品。

 

【实施例4】

按照实施例2所述的条件和步骤，二级分液罐排出的气相中的69.6%（体积）直接进入尾气处理器。空气压缩机出口的压缩空气操作压力为0.06MPaG，操作温度为0℃，氧化塔出口的氧化物料气操作压力为0.04MPaG，操作温度为0℃，一级换热器的氧化物料气操作压力为0.04MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为0℃，二级换热器的氧化物料气操作压力为0.04MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为0℃，一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力为0.04MPaG，操作温度为0℃，三级换热器的氧化物料气操作压力为0.04MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为0℃，二级分液罐的待处理氧化尾气操作压力为0.04MPaG，操作温度为0℃，尾气预热器的待处理氧化尾气操作压力为0.04MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为0℃，废气处理器的氧化尾气操作压力为0.04MPaG，操作温度为0℃，废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度为100PPM。尾气热交换器的氧化尾气操作压力为0.04MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为0℃，膨胀机的尾气操作压力以表压计为0.04MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.000MPa，进入膨胀机的尾气操作温度为0℃，排出膨胀机的尾气操作温度为0℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气可达标排放，同时膨胀机可输出功率1800KW，降低空压机20.09%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗6.23kg标油/吨产品。

 

【实施例5】

按照实施例2所述的条件和步骤，二级分液罐排出的气相中的60.3%（体积）直接进入尾气处理器。空气压缩机出口的压缩空气操作压力为4MPaG，操作温度为300℃，氧化塔出口的氧化物料气操作压力为3.8MPaG，操作温度为300℃，一级换热器的氧化物料气操作压力为3.7MPaG，入口操作温度为300℃，出口操作温度为250℃，二级换热器的氧化物料气操作压力为3.6MPaG，入口操作温度为250℃，出口操作温度为200℃，一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力为3.6MPaG，操作温度为200℃，三级换热器的氧化物料气操作压力为3.4MPaG，入口操作温度为200℃，出口操作温度为160℃，二级分液罐的待处理氧化尾气操作压力为3.4MPaG，操作温度为160℃，尾气预热器的待处理氧化尾气操作压力为3.0MPaG，入口操作温度为160℃，出口操作温度为300℃，废气处理器的氧化尾气操作压力为3.0MPaG，操作温度为800℃，废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度为8000PPM。尾气热交换器的氧化尾气操作压力为3.0MPaG，入口操作温度为800℃，出口操作温度为780℃，膨胀机的尾气操作压力以表压计为3.0MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.08MPa，进入膨胀机的尾气操作温度为780℃，排出膨胀机的尾气操作温度为100℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气可达标排放，同时膨胀机可输出功率1910KW，降低空压机21.31%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗6.62kg标油/吨产品。

 

【实施例6】

按照实施例2所述的条件和步骤，空气压缩机出口的压缩空气操作压力为0.1MPaG，操作温度为50℃，氧化塔出口的氧化物料气操作压力为0.08MPaG，操作温度为50℃，一级换热器的氧化物料气操作压力为0.08MPaG，入口操作温度为50℃，出口操作温度为40℃，二级换热器的氧化物料气操作压力为0.08MPaG，入口操作温度为40℃，出口操作温度为30℃，一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力为0.08MPaG，操作温度为30℃，三级换热器的氧化物料气操作压力为0.08MPaG，入口操作温度为30℃，出口操作温度为0℃，二级分液罐的待处理氧化尾气操作压力为0.08MPaG，操作温度为0℃，尾气预热器的待处理氧化尾气操作压力为0.08MPaG，入口操作温度为0℃，出口操作温度为60℃，废气处理器的氧化尾气操作压力为0.08MPaG，操作温度为60℃，废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度为10PPM。尾气热交换器的氧化尾气操作压力为0.08MPaG，入口操作温度为60℃，出口操作温度为56℃，膨胀机的尾气操作压力以表压计为0.08MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.001MPa，进入膨胀机的尾气操作温度为56℃，排出膨胀机的尾气操作温度为10℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气可达标排放，同时膨胀机可输出功率2100KW，降低空压机23.43%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗7.28kg标油/吨产品。

 

【实施例7】

按照实施例2所述的条件和步骤，空气压缩机出口的压缩空气操作压力为1.2MPaG，操作温度为250℃，氧化塔出口的氧化物料气操作压力为1.0MPaG，操作温度为250℃，一级换热器的氧化物料气操作压力为0.9MPaG，入口操作温度为250℃，出口操作温度为220℃，二级换热器的氧化物料气操作压力为0.8MPaG，入口操作温度为220℃，出口操作温度为150℃，一级尾气分液罐的氧化物料气操作压力为0.8MPaG，操作温度为150℃，三级换热器的氧化物料气操作压力为0.7MPaG，入口操作温度为150℃，出口操作温度为100℃，二级分液罐的待处理氧化尾气操作压力为0.7MPaG，操作温度为100℃，尾气预热器的待处理氧化尾气操作压力为0.6MPaG，入口操作温度为100℃，出口操作温度为120℃，废气处理器的氧化尾气操作压力为0.6MPaG，操作温度为600℃，废气处理器入口的氧化尾气所含微量有机物和有害物浓度为6000PPM。尾气热交换器的氧化尾气操作压力为0.6MPaG，入口操作温度为600℃，出口操作温度为500℃，膨胀机的尾气操作压力以表压计为0.8MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.005MPa，进入膨胀机的尾气操作温度为500℃，排出膨胀机的尾气操作温度为82℃。运行结果表明：所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水的氧化尾气可达标排放，同时膨胀机可输出功率2230KW，降低空压机24.88%电耗，降低苯酚丙酮装置能耗7.73kg标油/吨产品。

Claims (9)

1.一种苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，经过空气压缩机增压后的压缩空气进入氧化塔与原料接触，氧化塔排出的待处理氧化物料气经一级换热器、二级换热器降温后，进入一级尾气分液罐分液，尾气分液罐排出的气相经三级换热器冷凝后进入二级分液罐分液，二级分液罐排出的气相中的一部分进入四级换热器换热后，进入尾气热交换器进一步升温后进入废气处理器，经过处理后的尾气进入尾气热交换器换热后进入膨胀机，将尾气在废气处理器中产生的热能通过膨胀机一次膨胀转化为机械能作为空压机的部分动力驱动空压机以降低空压机的电力消耗，空压机动力不足部分由电动机补充，经过能量回收后的尾气从膨胀机出口排出废气处理器排出的已处理的高温催化尾气。

2.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述废气处理器中尾气在催化剂的存在下发生催化氧化，将尾气中夹带的有机物、有害物转化为二氧化碳和水；所述催化剂选自铂、钯任意一种或铂钯二种组合的贵金属蜂窝催化剂；废气处理器操作压力在0.04～3.00MPaG之间，操作温度为0～800℃。

3.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述废气处理器入口的氧化尾气所含有机物和有害物浓度为10～8000ppm。

4.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述一级分液罐和二级分液罐排出的液相合并为有机凝液返回苯酚丙酮装置。

5.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述进入膨胀机的尾气操作压力以表压计为0.04～3.00MPa，排出膨胀机的尾气的操作压力以表压计为0.000～0.080MPa。

6.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述进入膨胀机的尾气操作温度在0～800℃之间，排出膨胀机的尾气操作温度在0～300℃之间。

7.根据权利要求6所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述进入膨胀机的尾气操作温度在100～400℃之间，排出膨胀机的尾气操作温度在10～100℃之间。

8.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述废气处理器加入燃料，与经过尾气热交换器换热后的氧化尾气混合进入尾气处理器。

9.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，其特征在于所述二级分液罐排出的气相中的50～70%（体积）直接进入尾气处理器。

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