CN105169740B - 苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，主要解决现有技术中存在微量有机物无法回收、能量利用不合理的问题。本发明通过采用一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，氧化尾气(9)通过一级冷凝器(1)冷凝后进入一级分液罐(2)，分离出的气相(11)进入二级换热器(3)进一步冷凝后进入二级分液罐(4)，分离出的气相(14)作为冷源进入三级换热器(5)，利用空压机(8)出口的高温压缩空气(24)作为热源将氧化尾气加热升温后进入膨胀机(6)膨胀制冷，膨胀机(6)出口氧化尾气(17)进入三级分液罐(7)，分出的气相(18)作为冷源返回二级换热器(3)，与热源尾气换热升温后排至焚烧处理系统的技术方案较好地解决了上述问题，可用于苯酚丙酮装置中。
Description
技术领域
本发明涉及一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法。
背景技术
苯酚是具有特殊气味、无色针状晶体的化学品，是一种多用途的化工生产原料。丙酮是一种常见的、极易挥发的溶剂，也是一种多用途的化工生产原料。苯酚丙酮装置采用异丙苯与空气在氧化塔中反应制备过氧化氢异丙苯，并在后续流程中将其分解为苯酚和丙酮，氧化塔顶排出含有多种有机物的氧化尾气。专利申请号CN200910032946.5处理大气量工业废气中有机物的方法，公开了采用对工业尾气进行洗涤、膨胀做功、吸附、解吸、催化燃烧、碱洗的处理方法，去除尾气中含有的卤素化合物。专利申请号CN200910081333.0氧化尾气处理工艺，公开了采用催化剂处理尾气，尾气达标后直接排放。专利申请号CN200810039311.3苯酚丙酮装置尾气的催化氧化处理工艺，采用催化氧化处理技术，将氧化尾气所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水，处理后的高温高压尾气用于加热待处理的氧化尾气，换热后直接排放。专利申请号CN201310411665.7苯酚丙酮装置氧化尾气能量综合利用副产蒸汽的方法，通过焚烧将氧化尾气所含微量有机物和有害物转化为二氧化碳和水，焚烧处理后的高温尾气进入余热锅炉发生过热蒸汽，回收能量后尾气排放至大气。专利申请号CN201310411699.6苯酚丙酮装置催化氧化尾气节能减排的方法，将氧化尾气通过多级冷凝、换热、二级分液后，气相进入废气处理器，处理后尾气经过换热后进入膨胀机做功带动空压机，从而节省空压机电耗。
由于人们对能耗和环保的要求日益提高，化工行业尾气处理引起越来越多的重视。含有有机物和有毒有害物的尾气若直接排放至大气，必然造成环境污染和物料损失、能源浪费。如果对其回收利用，必须除去其中的杂质。传统的有机物尾气净化方法包括洗涤、吸附、冷凝、直接燃烧等方法，易产生二次污染，且处理效率低、运行能耗大。
苯酚丙酮装置氧化尾气中大多含有异丙苯、甲烷、甲醇、非芳烃等有毒有害物质。现有装置在尾气处理过程中，通过多级冷凝、冷冻、分液的方法液化分离部分尾气，未液化的尾气通入催化焚烧装置处理后排放至大气，能量没有进行充分回收，而用燃料气直接焚烧，需要消耗燃料，能量利用不合理。
现有技术中的专利申请号CN200910032946.5仅仅去除工业尾气中含有的卤素化合物，存在工艺流程长，操作运行复杂，难以在苯酚丙酮装置上应用等问题。专利申请号CN200910081333.0和专利申请号CN200810039311.3都存在能量回收利用率不高等问题。专利申请号CN201310411665.7需要使用燃料气来加热氧化尾气，存在燃料消耗、生产运行成本高等问题。专利申请号CN201310411699.6采用催化氧化方法将氧化尾气中的微量有机物转化为二氧化碳和水，使氧化尾气达标排放并回收热能转化为机械能，但是氧化尾气中的微量有机物是有用的物料，无法回收再使用，存在有机物料损失大等问题。
本发明有针对性的解决了该问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中存在微量有机物无法回收、能量利用不合理的问题，提供一种新的苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法。该方法用于苯酚丙酮装置中，具有微量有机物损失小、能量利用合理的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，氧化尾气(9)通过一级冷凝器(1)冷凝后进入一级分液罐(2)，分离出的气相(11)进入二级换热器(3)进一步冷凝后进入二级分液罐(4)，分离出的气相(14)作为冷源进入三级换热器(5)，利用空压机(8)出口的高温压缩空气(24)作为热源将氧化尾气加热升温后进入膨胀机(6)膨胀制冷，膨胀过程中热能转化为机械能并带动空压机(8)，空压机(8)动力不足部分由电动机补充；膨胀机(6)出口氧化尾气(17)进入三级分液罐(7)，分出的气相(18)作为冷源返回二级换热器(3)，与热源尾气换热升温后排至焚烧处理系统。
上述技术方案中，一级冷凝器壳侧的氧化尾气操作温度为20～120℃，优选范围为30～120℃，更优选范围为40～110℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.55MPaG，更优选范围为0.2～0.5MPaG；二级换热器壳侧的冷源尾气操作温度为-50～50℃，优选范围为-40～40℃，更优选范围为-30～30℃；操作压力为0.0～0.3MPaG，优选范围为0.0～0.25MPaG，更优选范围为0.0～0.2MPaG；二级换热器管侧的热源尾气操作温度为0～60℃，优选范围为5～50℃，更优选范围为10～40℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.45MPaG，更优选范围为0.2～0.35MPaG；三级换热器壳侧的高温空气操作温度为40～120℃，优选范围为45～110℃，更优选范围为50～100℃；操作压力为0.3～1.2MPaG，优选范围为0.4～1.0MPaG，更优选范围为0.5～0.8MPaG；三级换热器管侧的氧化尾气操作温度为0～70℃，优选范围为5～60℃，更优选范围为10～50℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.55MPaG，更优选范围为0.2～0.5MPaG。
上述技术方案中，一级分液罐的氧化尾气操作温度为20～60℃，优选范围为25～55℃，更优选范围为30～50℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.55MPaG，更优选范围为0.2～0.5MPaG；二级分液罐的氧化尾气操作温度为0～30℃，优选范围为0～20℃，更优选范围为0～10℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.55MPaG，更优选范围为0.2～0.5MPaG；三级分液罐的膨胀机出口氧化尾气操作温度为-50～-10℃，优选范围为-45～-15℃，更优选范围为-40～-20℃；操作压力为0.0～0.3MPaG，优选范围为0.0～0.2MPaG，更优选范围为0.0～0.1MPaG；膨胀机入口氧化尾气操作温度为0～70℃，优选范围为5～60℃，更优选范围为10～50℃；操作压力为0.1～0.6MPaG，优选范围为0.15～0.55MPaG，更优选范围为0.2～0.5MPaG；膨胀机出口氧化尾气操作温度为-50～-10℃，优选范围为-45～-15℃，更优选范围为-40～-20℃；操作压力为0.0～0.3MPaG，优选范围为0.1～0.2MPaG，更优选范围为0.0～0.1MPaG；空压机操作温度为0～120℃，优选范围为20～100℃，更优选范围为40～80℃；操作压力为0.0～1.2MPaG，优选范围为0.0～1.0MPaG，更优选范围为0.0～0.8MPaG。
上述技术方案中，优选地，所述一级分液罐(2)分离出的液相(12)、二级分液罐(4)分离出的液相(15)合并后与来自三级分液罐(7)的液相(19)混合，然后返回氧化进料系统。
上述技术方案中，优选地，所述一级冷凝器(1)管侧为冷却水。
本发明将氧化塔排出的氧化尾气经过多级换热器进行部分冷凝并通过三级分液罐冷凝分离出的液相有机物返回氧化进料系统，额外回收有机物1.0-5.0％左右。同时气相氧化尾气进入膨胀机将热能转化为机械能带动空压机，由此可降低空压机的电耗，降低苯酚丙酮装置能耗约7.40-9.32千克标油/吨苯酚，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流程示意图。
图1中，氧化塔顶排出的氧化尾气(9)通过一级冷凝器(1)利用冷却水部分冷凝后通过管线(10)进入一级分液罐(2)进行分液，分离出的气相(11)进入二级换热器(3)进一步冷凝后通过管线(13)进入二级分液罐(4)分液，分离出的气相(14)作为冷源进入三级换热器(5)，利用空压机(8)出口的高温压缩空气(24)作为热源将氧化尾气加热升温后，经管线(16)进入膨胀机(6)膨胀制冷。膨胀过程中热能转化为机械能并作为部分动力带动空压机(8)，空压机(8)动力不足部分由电动机补充。膨胀机(6)出口氧化尾气(17)进入三级分液罐(7)分液后，分出的气相(18)作为冷源返回二级换热器(3)，与热源尾气换热升温后经管线(20)排至焚烧处理系统。一、二级分液罐分别分离出的液相(12)、液相(15)合并后经管线(21)与来自三级分液罐(7)的液相(19)混合，然后经管线(22)返回氧化进料系统。空气(23)进入空压机(8)后成为高温压缩空气，经三级换热器(5)后进入压缩空气管线(25)。
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】
本发明涉及一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，流程如图1所示。氧化塔顶排出的氧化尾气(9)通过一级冷凝器(1)利用冷却水部分冷凝后通过管线(10)进入一级分液罐(2)进行分液，分离出的气相(11)进入二级换热器(3)进一步冷凝后通过管线(13)进入二级分液罐(4)分液，分离出的气相(14)作为冷源进入三级换热器(5)，利用空压机(8)出口的高温压缩空气(24)作为热源将氧化尾气加热升温后，经管线(16)进入膨胀机(6)膨胀制冷。膨胀过程中热能转化为机械能并作为部分动力带动空压机(8)，空压机(8)动力不足部分由电动机补充。膨胀机(6)出口氧化尾气(17)进入三级分液罐(7)分液后，分出的气相(18)作为冷源返回二级换热器(3)，与热源尾气换热升温后经管线(20)排至焚烧处理系统。一、二级分液罐分别分离出的液相(12)、液相(15)合并后经管线(21)与来自三级分液罐(7)的液相(19)混合，然后经管线(22)返回氧化进料系统。空气(23)进入空压机(8)后成为高温压缩空气，经三级换热器(5)后进入压缩空气管线(25)。
苯酚丙酮生产规模为20万吨/年。采用本发明的氧化塔排出的尾气通过多级换热器部分冷凝和三级分液罐分液，回收液相有机物，气相进入膨胀机膨胀制冷，同时热能转换为机械能作为补充动力带动空压机的技术手段。工艺操作参数如下：
一级冷凝器壳侧的氧化尾气操作温度为30～110℃，操作压力为0.3MPaG。
二级换热器壳侧的冷源尾气操作温度为-35～45℃，操作压力为0.05MPaG；二级换热器管侧的热源尾气操作温度为5～45℃，操作压力为0.25MPaG。
三级换热器壳侧的高温空气操作温度为55～95℃，操作压力为0.65MPaG；三级换热器管侧的氧化尾气操作温度为5～50℃，操作压力为0.25MPaG。
一级分液罐的氧化尾气操作温度为40℃，操作压力为0.25MPaG。
二级分液罐的氧化尾气操作温度为5℃，操作压力为0.25MPaG。
三级分液罐操作温度为-35℃，操作压力为0.05MPaG。
膨胀机入口氧化尾气操作温度为45℃，操作压力为0.25MPaG；膨胀机出口氧化尾气操作温度为-35℃，操作压力为0.05MPaG。
空压机操作温度为20～80℃，操作压力为0.0～0.8MPaG。
运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，从第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物740千克/小时，约占回收总有机物的3.5％左右。同时膨胀机输出功率500千瓦，由此降低苯酚丙酮装置能耗130千克标油/小时，相当于8.32千克标油/吨苯酚。
【实施例2】
按照实施例1所述的条件，只是苯酚丙酮生产规模改为35万吨/年。运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中，所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物1295千克/小时，约占回收总有机物的3.5％左右。同时膨胀机输出功率875千瓦，降低苯酚丙酮装置能耗227.5千克标油/小时，相当于8.32千克标油/吨苯酚。
【实施例3】
按照实施例1所述的条件，只是苯酚丙酮生产规模改为40万吨/年。运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中，所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物1480千克/小时，约占回收总有机物的3.5％左右。同时膨胀机输出功率1000千瓦，降低苯酚丙酮装置能耗260千克标油/小时，相当于8.32千克标油/吨苯酚。
【实施例4】
按照实施例1所述的条件，只是苯酚丙酮生产规模改为60万吨/年。运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中，所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物2220千克/小时，约占回收总有机物的3.5％左右。同时膨胀机输出功率1500千瓦，降低苯酚丙酮装置能耗390千克标油/小时，相当于8.32千克标油/吨苯酚。
【实施例5】
按照实施例3所述的条件，苯酚丙酮生产规模仍为40万吨/年，只是工艺操作参数改变如下：
一级冷凝器壳侧的氧化尾气操作温度为20～100℃，操作压力为0.1MPaG。
二级换热器壳侧的冷源尾气操作温度为-50～35℃，操作压力为0.0MPaG；二级换热器管侧的热源尾气操作温度为0～40℃，操作压力为0.1MPaG。
三级换热器壳侧的高温空气操作温度为40～80℃，操作压力为0.3MPaG；三级换热器管侧的氧化尾气操作温度为0～45℃，操作压力为0.1MPaG。
一级分液罐的氧化尾气操作温度为20℃，操作压力为0.1MPaG。
二级分液罐的氧化尾气操作温度为0℃，操作压力为0.1MPaG。
三级分液罐操作温度为-50℃，操作压力为0.0MPaG。
膨胀机入口氧化尾气操作温度为0℃，操作压力为0.1MPaG；膨胀机出口氧化尾气操作温度为-50℃，操作压力为0.0MPaG。
空压机操作温度为0～70℃，操作压力为0.0～0.6MPaG。
运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中，所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物2115千克/小时，约占回收总有机物的5.0％左右。同时膨胀机输出功率889千瓦，降低苯酚丙酮装置能耗231.2千克标油/小时，相当于7.40千克标油/吨苯酚。
【实施例6】
按照实施例3所述的条件，苯酚丙酮生产规模仍为40万吨/年，只是工艺操作参数再次改变如下：
一级冷凝器壳侧的氧化尾气操作温度为40～120℃，操作压力为0.6MPaG。
二级换热器壳侧的冷源尾气操作温度为-35～50℃，操作压力为0.3MPaG；二级换热器管侧的热源尾气操作温度为20～60℃，操作压力为0.6MPaG。
三级换热器壳侧的高温空气操作温度为95～120℃，操作压力为1.2MPaG；三级换热器管侧的氧化尾气操作温度为25～70℃，操作压力为0.6MPaG。
一级分液罐的氧化尾气操作温度为60℃，操作压力为0.6MPaG。
二级分液罐的氧化尾气操作温度为30℃，操作压力为0.6MPaG。
三级分液罐操作温度为-10℃，操作压力为0.3MPaG。
膨胀机入口氧化尾气操作温度为70℃，操作压力为0.6MPaG；膨胀机出口氧化尾气操作温度为-10℃，操作压力为0.3MPaG。
空压机操作温度为40～120℃，操作压力为0.0～1.2MPaG。
运行结果表明：氧化尾气经过三级分液罐分液，第二级换热器壳侧出口排至焚烧处理系统的氧化尾气中，所含微量有机物和有害物进一步降低，额外回收有机物425千克/小时，约占回收总有机物的1.0％左右。同时膨胀机输出功率1120千瓦，降低苯酚丙酮装置能耗291.3千克标油/小时，相当于9.32千克标油/吨苯酚。
Claims (5)
1.一种苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，氧化尾气(9)通过一级冷凝器(1)冷凝后进入一级分液罐(2)，分离出的气相(11)进入二级换热器(3)进一步冷凝后进入二级分液罐(4)，分离出的气相(14)作为冷源进入三级换热器(5)，利用空压机(8)出口的高温压缩空气(24)作为热源将氧化尾气加热升温后进入膨胀机(6)膨胀制冷，膨胀过程中热能转化为机械能并带动空压机(8)，空压机(8)动力不足部分由电动机补充；膨胀机(6)出口氧化尾气(17)进入三级分液罐(7)，分出的气相(18)作为冷源返回二级换热器(3)，与热源尾气换热升温后排至焚烧处理系统；所述一级分液罐(2)分离出的液相(12)、二级分液罐(4)分离出的液相(15)合并后与来自三级分液罐(7)的液相(19)混合，然后返回氧化进料系统；所述一级冷凝器(1)壳侧的氧化尾气操作温度为20～120℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；二级换热器(3)壳侧的冷源尾气操作温度为-50～50℃，操作压力为0.0～0.3MPaG；二级换热器(3)管侧的热源尾气操作温度为0～60℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；三级换热器(5)壳侧的高温空气操作温度为40～120℃，操作压力为0.3～1.2MPaG；三级换热器(5)管侧的氧化尾气操作温度为0～70℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；所述一级分液罐(2)的氧化尾气操作温度为20～60℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；二级分液罐(4)的氧化尾气操作温度为0～30℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；三级分液罐(7)的膨胀机出口氧化尾气操作温度为-50～-10℃，操作压力为0.0～0.3MPaG；膨胀机(6)入口氧化尾气操作温度为0～70℃，操作压力为0.1～0.6MPaG；膨胀机(6)出口氧化尾气操作温度为-50～-10℃，操作压力为0.0～0.3MPaG；空压机(8)操作温度为0～120℃，操作压力为0.0～1.2MPaG；所述一级冷凝器(1)管侧为冷却水。
2.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，其特征在于所述一级冷凝器(1)壳侧的氧化尾气操作温度为30～120℃，操作压力为0.15～0.55MPaG；二级换热器(3)壳侧的冷源尾气操作温度为-40～40℃，操作压力为0.0～0.25MPaG；二级换热器(3)管侧的热源尾气操作温度为5～50℃，操作压力为0.15～0.45MPaG；三级换热器(5)壳侧的高温空气操作温度为45～110℃，操作压力为0.4～1.0MPaG；三级换热器(5)管侧的氧化尾气操作温度为5～60℃，操作压力为0.15～0.55MPaG。
3.根据权利要求2所述苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，其特征在于所述一级冷凝器(1)壳侧的氧化尾气操作温度为40～110℃；操作压力为0.2～0.5MPaG；二级换热器(3)壳侧的冷源尾气操作温度为-30～30℃；操作压力为0.0～0.2MPaG；二级换热器(3)管侧的热源尾气操作温度为10～40℃；操作压力为0.2～0.35MPaG；三级换热器(5)壳侧的高温空气操作温度为50～100℃；操作压力为0.5～0.8MPaG；三级换热器(5)管侧的氧化尾气操作温度为10～50℃；操作压力为0.2～0.5MPaG。
4.根据权利要求1所述苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，其特征在于所述一级分液罐(2)的氧化尾气操作温度为25～55℃，操作压力为0.15～0.55MPaG；二级分液罐(4)的氧化尾气操作温度为0～20℃，操作压力为0.15～0.55MPaG；三级分液罐(7)的膨胀机出口氧化尾气操作温度为-45～-15℃，操作压力为0.0～0.2MPaG；膨胀机(6)入口氧化尾气操作温度为5～60℃，操作压力为0.15～0.55MPaG；膨胀机(6)出口氧化尾气操作温度为-45～-15℃，操作压力为0.1～0.2MPaG；空压机(8)操作温度为20～100℃，操作压力为0.0～1.0MPaG。
5.根据权利要求4所述苯酚丙酮装置氧化尾气能量回收的方法，其特征在于所述一级分液罐(2)的氧化尾气操作温度为30～50℃；操作压力为0.2～0.5MPaG；二级分液罐(4)的氧化尾气操作温度为0～10℃；操作压力为0.2～0.5MPaG；三级分液罐(7)的膨胀机出口氧化尾气操作温度为-40～-20℃；操作压力为0.0～0.1MPaG；膨胀机(6)入口氧化尾气操作温度为10～50℃；操作压力为0.2～0.5MPaG；膨胀机(6)出口氧化尾气操作温度为-40～-20℃；空压机(8)操作温度为40～80℃；操作压力为0.0～0.8MPaG。
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2015
- 2015-10-12 CN CN201510654415.5A patent/CN105169740B/zh active Active
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