CN110454246B - 一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了化工节能技术领域内的一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法，首先将来自偏苯三酸酐氧化反应装置的反应尾气经一次换热至温度为95‑110℃，压力为2.1‑2.5 MPa的气体；再将一次换热后的气体送入进入一级膨胀机的进口，一级膨胀机经一级压气机对外做功，一级膨胀机出口气体温度为45‑55℃，压力为0.6‑0.7 MPa；然后将尾气经二次换热后，温度为95‑150℃，压力为0.6‑0.7 MPa；再送入进入二级膨胀机的进口，二级膨胀机经二级压气机对外做功，二级膨胀机出口气体温度为30‑35℃，压力为0.15‑0.25 MPa；二级膨胀机出口气体经排气烟囱向外排放。其解决了偏苯三酸酐生产中产生的中低压尾气能量难以回收的问题，为偏苯三酸酐的大规模工业连续法生产提供节能技术支持。

Description

一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法
技术领域
本发明涉及一种偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收方法，具体地是一种采用偏三甲苯连续法氧化工艺中产生的尾气透平驱动压缩机的节能工艺。属于化工节能技术领域。
背景技术
工业生产过程中往往会产生带有一定压力能、动能和热能的尾气，如果直接排放不仅浪费能源，而且污染环境。工业尾气透平能量回收工艺原理是利用尾气膨胀，将压力能、动能和热能转化为机械能发电或驱动的技术，达到节能环保的目的。
对苯二甲酸（PTA）生产尾气透平能量回收利用将反应中产生的尾气的压力能、动能和热能进行回收，与汽轮机一起提供着压缩机组的耗功，保证流程中机组运行的能量的平衡，同时尾气透平也起着调节装置压力的作用。吸收塔出来的尾气经过换热后在尾气透平中膨胀做功后，经焚烧排放至大气。尾气成分大致和对苯二甲酸装置的尾气成分类似，主要含氮气，还有少量的二氧化碳、氧气和水分，并且还有一些腐蚀性气体。
目前年产25万吨对苯二甲酸的尾气回收与利用的过程是：将氧化反应后的高温低压高气量尾气（主要成分为氮气，温度185 ℃左右，压力1.0 MPa左右、流量8000 m3/h左右）经空气压缩机组进行热量及能量的回收利用后进入供用户使用。压缩机组包括蒸汽透平机、尾气膨胀机和空气压缩机。其中空气压缩机由蒸汽透平和尾气膨胀共同驱动，经压缩后的空气供氧化单元反应用。从氧化反应器产生的185 ℃，0.96 MPa的尾气依次经过氧化尾气冷凝器，分别产生0.4 MPa，0.2 MPa及0.07 MPa蒸汽供蒸汽透平使用；同时产生0.34MPa蒸汽，作为装置溶剂塔釜加热蒸汽。经过热量回收后尾气的温度降低到97 ℃左右，总量约78000 m3/h，其温度的控制是通过控制液位来实现的。装置正常生产时，三个等级的蒸汽不仅可以满足蒸汽透平机所需的用量，为空气压缩机提供70%的动力（约7600 kW），而且剩余部分还可以进入管网，为其他的管线、阀门及设备进行加热。
偏苯三酸酐（TMA）是生产环保型增塑剂、聚酯树脂的主要原料。利用液相空气法生产偏苯三酸酐的工艺过程中，在氧化塔进行氧化反时，氧化塔顶产生的废气中含有大量的有机物（如冰醋酸、偏三甲苯等），这些富含有机物的废气利用吸收塔和水洗塔进行回收。这样会造成大量的水资源浪费，同时会对环境造成一定的污染。同时，偏苯三酸酐生产尾气属于低温中压低气量尾气（温度30 ℃左右，压力2.0 MPa左右，流量1000 m3/h左右）。尾气中还有着巨大的能量可以回收和利用。如果这些能量在物任何回收措施的处理下，直接随着尾气排出，不仅会造成大气环境污染，还会导致能量白白的浪费。但是直接采用现有的PTA生产尾气透平能量回收工艺无法实现偏苯三酸酐生产产生的中压低气量尾气的回收。
现有偏苯三酸酐生产的尾气透平能量回收工艺的未见报道，主要问题有：1）中压低气量尾气回收难；2）尾气透平能量回收效率低，经济成本高；3）间歇法尾气低气量难以利用。
发明内容
本发明的目的是提供一种偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收方法，以解决现有技术中偏苯三酸酐生产中产生的中低压尾气能量难以回收的问题，为偏苯三酸酐的大规模工业连续法生产提供节能技术支持。
为此，本发明的一种偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收方法，包括如下步骤：
1）将来自偏苯三酸酐氧化反应装置的反应尾气，其温度为30-40 ℃，流量1000-1200 m3/h，压力为2.1-2.5 MPa；经一次换热至温度为95-110 ℃，压力为2.1-2.5 MPa的气体；经一次换热后气体流量为1300-1400 m3/h；
2）一次换热后的气体送入进入一级膨胀机的进口，一级膨胀机经一级压气机对外做功，一级膨胀机出口气体温度为45-55 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；一级膨胀机出口流量对应为3500-3600 m3/h；
3）一级膨胀机出口气体经二次换热后，温度为95-150 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；经二次换热后流量对应为4400-4500 m3/h；
4）二次换热后的气体送入进入二级膨胀机的进口，二级膨胀机经二级压气机对外做功，二级膨胀机出口气体温度为30-35 ℃，压力为0.15-0.25 MPa；二级膨胀机出口流量对应为11000-12000 m3/h；
5）二级膨胀机出口气体经排气烟囱向外排放。
本发明中，透平为已有技术，其包括膨胀机和压气机，膨胀机轴带压气机，各级的膨胀机与各级的压气机逐一对应，通过气流推动膨胀机工作，经压气机做功，而达到省电节能效果。在液相空气氧化法生产偏苯三酸酐的过程中，以偏三甲苯为原料，以醋酸作溶剂，用Co-Mn的可溶性盐及溴化物为催化剂，在200℃、2.0~2.3MPa条件下用空气进行氧化制成偏苯三甲酸，再脱水生成偏苯三酸酐。氧气消耗后，尾气中主要含有氮气和少量二氧化碳气体，偏苯三酸酐生产的尾气属于中压低气量尾气，尾气回收利用大小，主要取决于尾气流量大小和连续供气问题。本发明的有益效果在于：本发明通过一次换热和二次换热，提升了尾气的能量，提升了流量和压力，使得尾气流量大小符合一级膨胀机和二级膨胀机连续供气的要求，从而达到稳定回收能量的技术要求。回收的能量通过一级压气机、二级压气机压缩原料空气，并送入氧化反应装置内，达到能量回收利用效率提高的目的。该方法适用于液相空气连续氧化法生产偏苯三酸酐的尾气能量回收中。
作为本发明的进一步改进在于：一次换热在一级氮气预热器及一级蒸汽加热器中进行，一级蒸汽加热器设置在一级氮气预热器与一级膨胀机之间。一次蒸汽加热器作为温度不够的补充加热设备。
二次换热在二级氮气预热器、烟气加热器及二级蒸汽加热器中进行，所述二级氮气预热器与烟气加热器并联设置后再与二级蒸汽加热器连接后再连接至二级膨胀机的进口。二级蒸汽加热器作为温度不够的补充加热设备。二级氮气预热器与烟气加热器可并联工作，也可独立工作；并联工作时，还可以通过调节尾气的进气流量分配比例，达到回收热能的最佳配比。
作为本发明的进一步改进在于：一级氮气预热和二级氮气预热器的热源来自油炉中天然气燃烧后产生的油炉烟气；烟气加热器的热源由焚烧炉焚烧偏苯三酸酐连续生产中的塔底分离出的黑渣而产生。在偏苯三酸酐生产过程中，需要通过油炉燃烧天然气供热以维持系统内的工作温度，其燃烧后的烟气能量可用于提升尾气能量；此外，塔底的黑渣含有大量可燃有机物，通过黑渣焚烧产生热量，该热量也可以通过烟气加热器提升尾气的能量，并在二级压气机中予以回收能量。
为进一步降低能耗，二次换热优先采用烟气加热器加热，其次采用二次氮气预热器加热，最后采用二级蒸汽加热器加热。后者在前者加热尾气温度不够时的进行补充加热，以达到最佳节能效果。
作为本发明的进一步改进，一级蒸汽加热器与一级膨胀机并联设置有两组；二级蒸汽加热器与二级膨胀机也并联设置有两组。可实现一开一备模式，以保证生产的连续进行。
本发明中，涉及到的各设备之间的管路上均设有若干阀件用于开关、流量控制、转换或实现旁路控制，氧化反应并净化后的尾气一部分经压力调节阀控制在0.69 MPa，用于装置氮气管网、干燥机循环氮气及高压风送系统；另一部分净化的尾气在一级氮气预热器中被加热后在流量调节阀的控制下进入到一级膨胀机驱动一级压气机做功。经过一级膨胀后的尾气，经二次换热后驱动二级压气机做功。膨胀机经过二次膨胀后，为压气机提供30%的动力（约3400 kW）。利用尾气的热量及能量驱动蒸汽透平机和驱动膨胀机做功不仅降低了外引1 MPa蒸汽，而且最大限度地利用回收了蒸汽和尾气，大大地降低了偏苯三酸酐产品的成本。更具体地，本发明的有益效果在于：
1）回收TMA生产过程中产生的低温低气量尾气的能量。
2）利用焚烧炉或天然气炉的烟道氮气的能量。
3）节能效率40-50%。
附图说明
图1为本发明的流程图。
具体实施方式
如图1所示，为偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收方法的流程图，对应的一种偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收方法，包括如下步骤：
1）将来自偏苯三酸酐氧化反应装置的氧化反应尾气，其温度为30-40 ℃，流量1000-1200 m3/h，压力为2.1-2.5 MPa；经一次换热至温度为95-110 ℃，压力为2.1-2.5MPa的气体；经一次换热后气体流量对应为1300-1400 m3/h；一次换热在一级氮气预热器E303a及一级蒸汽加热器H101a、H101b中进行，一级蒸汽加热器H101a、H101b设置在一级氮气预热器E303a与一级膨胀机EXP1a、EXP1b之间；一次蒸汽加热器H101a、H101b作为温度不够的补充加热设备。一级蒸汽加热器H101a、H101b与一级膨胀机EXP1a、EXP1b并联设置有两组，一备一用。
2）一次换热后的气体送入进入一级膨胀机EXP1a、EXP1b的进口，一级膨胀机EXP1a、EXP1b经一级压气机PR1a、PR1b对外做功，一级膨胀机EXP1a、EXP1b出口气体温度为45-55 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；一级膨胀机EXP1a、EXP1b出口流量对应为3500-3600 m3/h。
3）一级膨胀机EXP1a、EXP1b出口气体经二次换热后，温度为95-150 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；经二次换热后流量对应为4400-4500 m3/h；二次换热在二级氮气预热器E303b、烟气加热器E304及二级蒸汽加热器H102a、H102b中进行，所述二级氮气预热器E303b与烟气加热器E304并联设置后再与二级蒸汽加热器H102a、H102b连接后再连接至二级膨胀机EXP2a、EXP2b的进口。二级蒸汽加热器H102a、H102b作为温度不够的补充加热设备。一级氮气预热E303a和二级氮气预热器E303b的热源来自油炉中天然气燃烧后产生的油炉烟气；烟气加热器的热源由焚烧炉焚烧偏苯三酸酐连续生产中的塔底分离出的黑渣而产生。在偏苯三酸酐生产过程中，需要通过油炉燃烧天然气供热以维持系统内的工作温度，其燃烧后的烟气能量可用于提升尾气能量；此外，塔底的黑渣含有大量可燃有机物，通过黑渣焚烧产生热量，该热量也可以通过烟气加热器提升尾气的能量。
4）二次换热后的气体送入进入二级膨胀机EXP2a、EXP2b的进口，二级膨胀机EXP2a、EXP2b经二级压气机PR2a、PR2b对外做功，二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口气体温度为30-35 ℃，压力为0.15-0.25 MPa；二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口流量对应为11000-12000m3/h；二级蒸汽加热器H102a、H102b与二级膨胀机EXP2a、EXP2b也并联设置有两组。
5）二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口气体经排气烟囱向外排放。
为进一步降低能耗，二次换热优先采用烟气加热器E304加热，其次采用二次氮气预热器E303b加热，最后采用二级蒸汽加热器H102a、H102b加热。后者在前者加热尾气温度不够时的进行补充加热，以达到最佳节能效果。
本发明中，涉及到的各设备之间的管路上均设有若干阀件用于开关、流量控制、转换或实现旁路控制。
具体而言，上述方法可通过如下实施例予以实现：
实施例1：
偏苯三酸酐装置的氧化反应尾气（30 ℃，1000 m3/h，2.1 MPa）先进入供热车间，经一级氮气预热器E303a预热后（95 ℃，1300 m3/h，2.1 MPa）进入一级膨胀机EXP1a或EXP1b，当温度不足时，通过一级蒸汽加热器H101a、H101b补充加热。一级膨胀机EXP1a或EXP1b的出口气体（45 ℃，3500 m3/h，0.6 MPa）进入烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b加热，烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b可以并联工作，也可独立工作，并联时可以调节两者的尾气流量的配比，加热后的尾气（95 ℃，4400 m3/h，0.6 MPa）进入二级膨胀机EXP2a或EXP2b，当温度不足时，通过二级蒸汽加热器H102a、H102b补充加热。二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口尾气（30 ℃，11000 m3/h，0.15 MPa），可直接从排气烟囱向外排放。有益效果是：节能效率达到40%。
实施例2：
偏苯三酸酐装置的氧化反应尾气（40 ℃，1100 m3/h，2.3MPa）先进入供热车间，经一级氮气预热器E303a预热后（100 ℃，1350 m3/h，2.3 MPa）进入一级膨胀机EXP1a或EXP1b，当温度不足时，通过一级蒸汽加热器H101a、H101b补充加热。一级膨胀机EXP1a或EXP1b的出口气体（50 ℃，3550 m3/h，0.65 MPa）进入烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b加热，烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b可以并联工作，也可独立工作，并联时可以调节两者的尾气流量的配比，加热后的尾气（130℃，4450 m3/h，0.65 MPa）进入二级膨胀机EXP2a或EXP2b，当温度不足时，通过二级蒸汽加热器H102a、H102b补充加热。二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口尾气（33 ℃，11500 m3/h，0.20 MPa），可直接从排气烟囱向外排放。有益效果是：节能效率达到50%。
实施例3：
偏苯三酸酐装置的氧化反应尾气（35 ℃，1200 m3/h，2.5 MPa）先进入供热车间，经一级氮气预热器E303a预热后（110 ℃，1400 m3/h，2.5MPa）进入一级膨胀机EXP1a或EXP1b，当温度不足时，通过一级蒸汽加热器H101a、H101b补充加热，设定其低于95 ℃时开启补充加热，或者供热车间检修时就用此蒸汽加热器加热尾气。一级膨胀机EXP1a或EXP1b的出口气体（55 ℃，3600 m3/h，0.7 MPa）进入烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b加热，烟气加热器E304和二级氮气预热器E303b可以并联工作，也可独立工作，并联时可以调节两者的尾气流量的配比，加热后的尾气（150℃，4500 m3/h，0.7 MPa）进入二级膨胀机EXP2a或EXP2b，当温度不足时，通过二级蒸汽加热器H102a、H102b补充加热。二级膨胀机EXP2a、EXP2b出口尾气（35℃，12000 m3/h，0.25 MPa），可直接从排气烟囱向外排放。有益效果是：节能效率达到45%。
本发明的偏苯三酸酐连续法生产尾气透平能量回收工艺与国内外现有PTA生产能量回收工艺相比，具有可回收偏苯三酸酐连续法生产中压低气量尾气，能量回收率高（40-50%）的特点。做到TMA生产尾气能量和烟道气能量的最大量回收利用，且其消耗能量较低，提高了效率，减少了能量浪费，为工艺空气压缩机能够长期稳定运行提供节能保障。
本发明通过一次换热和二次换热，提升了尾气的能量，提升了流量和压力，使得尾气流量大小符合一级膨胀机和二级膨胀机连续供气的要求，从而达到稳定回收能量的技术要求。回收的能量通过一级压气机、二级压气机压缩原料空气，并送入氧化反应装置内，达到能量回收利用效率提高的目的。该方法适用于液相空气连续氧化法生产偏苯三酸酐的尾气能量回收中。其有益效果在于：
1）回收TMA生产过程中产生的低温低气量尾气的能量。
2）利用焚烧炉或天然气炉的烟道氮气的能量。
3）节能效率40-50%。
本发明并不局限于上述实施例，在本发明公开的技术方案的基础上，本领域的技术人员根据所公开的技术内容，不需要创造性的劳动就可以对其中的一些技术特征作出一些替换和变形，这些替换和变形均在本发明的保护范围内。

Claims (3)

1.一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法，其特征在于包括如下步骤：
1）将来自偏苯三酸酐氧化反应装置的反应尾气，其温度为30-40 ℃，流量1000-1200m3/h，压力为2.1-2.5 MPa；经一次换热至温度为95-110 ℃，压力为2.1-2.5 MPa的气体；一次换热在一级氮气预热器及一级蒸汽加热器中进行，一级蒸汽加热器设置在一级氮气预热器与一级膨胀机之间；
2）一次换热后的气体送入进入一级膨胀机的进口，一级膨胀机经一级压气机对外做功，一级膨胀机出口气体温度为45-55 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；
3）一级膨胀机出口气体经二次换热后，温度为95-150 ℃，压力为0.6-0.7 MPa；二次换热在二级氮气预热器、烟气加热器及二级蒸汽加热器中进行，所述二级氮气预热器与烟气加热器并联设置后再与二级蒸汽加热器连接后再连接至二级膨胀机的进口；一级氮气预热器和二级氮气预热器的热源来自油炉中天然气燃烧后产生的油炉烟气；烟气加热器的热源由焚烧炉焚烧偏苯三酸酐连续生产中的塔底分离出的黑渣而产生；
4）二次换热后的气体送入进入二级膨胀机的进口，二级膨胀机经二级压气机对外做功，二级膨胀机出口气体温度为30-35 ℃，压力为0.15-0.25 MPa；
5）二级膨胀机出口气体经排气烟囱向外排放。
2.根据权利要求1所述的一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法，其特征在于二次换热优先采用烟气加热器加热，其次采用二次氮气预热器加热，最后采用二级蒸汽加热器加热。
3.根据权利要求1或2所述的一种偏苯三酸酐连续生产尾气透平能量回收方法，其特征在于一级蒸汽加热器与一级膨胀机并联设置有两组；二级蒸汽加热器与二级膨胀机也并联设置有两组。
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