CN110922323A - 甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺，由连续化催化氧化塔顶部出来的混合气体依次经过第一热交换器、第一油水分离器、第二热交换器、第二油水分离器、第三热交换器、第三油水分离器、第四热交换器、第四油水分离器、多通道热交换器、第五油水分离器、第五热交换器、蜗轮发电机组、多通道热交换器、吸附器后排出到室外大气中。本发明实现了全工艺的节能减排，每年产生经济效益上千万。
Description
技术领域
本发明属于节能环保领域，涉及甲苯连续催化氧化生产苯甲酸的热能利用技术和原料回收技术，尤其是甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺和甲苯低能耗、高效回收技术。
背景技术
甲苯连续催化氧化生产苯甲酸生产工艺，在反应塔的顶部将会产生混合气体，主要是由空气氧化，夹带有大量没有消耗掉的氧气、氮气、反应产生的水蒸气以及未能转化的甲苯所组成，这部分混合气体具有很高的热值，是一个很有利用价值的能源，其中甲苯气体是生产苯甲酸产品的原料，其量可观，必须分离再利用，因此需要通过很好的能量转换工艺和分步冷凝，将热能转化为可以利用的再生能源和低成本分离出有价值的生产原料。以往甲苯非连续催化氧化生产苯甲酸工艺，由于工艺的不连续性，即使对生产过程有价值的混合气体作了一些合理化的利用，但终究不连续生产工艺，很难将这部分热能用于其他连续化工艺，使得生产成本很高，节能减排上存在很大的缺陷。
发明内容
本发明的目的在于克服现有技术的不足之处，提供一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺，和甲苯低能耗、高效回收技术，实现全工艺的节能减排。
本发明解决技术问题所采用的技术方案是：
一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺方法，由连续化催化氧化塔顶部出来的混合气体依次经过第一热交换器、第一油水分离器、第二热交换器、第二油水分离器、第三热交换器、第三油水分离器、第四热交换器、第四油水分离器、多通道热交换器、第五油水分离器、第五热交换器、蜗轮发电机组、多通道热交换器、吸附器后排出到室外大气中；
在第一热交换器，用从甲苯连续催化氧化生产苯甲酸的后续产品分离工艺和/或下游产品生产工艺中采出的120～125℃的热水与之换热，所述的后续产品分离工艺采出的热水指的是分离苯甲醇、苯甲醛、苯甲酸、苯甲酸苄酯的精馏塔再沸器采出的热水，所述的下游产品生产工艺采出的热水指的是苯甲酸生产苯甲酸钠工艺中用到的换热器采出的热水，产生的过饱和水蒸气依次进入气液分离器、压缩机后转化为饱和水蒸气，替代锅炉作为精馏再沸器能源，供应后续的精馏系统，而精馏再沸器采出的120～125℃热水重新回到第一热交换器，实现水的循环利用。
在第二热交换器，用70～80℃的热水与之换热，热交换后上升为90～100℃热水，供锅炉补水、制取用于中央空调的低温水以及后续的第五热交换器；
在第三热交换器，用20～30℃的原料甲苯与之换热，实现原料甲苯的预热。
在第四热交换器，用30～40℃常温水与之换热，热交换后常温水用于全厂职工的洗澡、冬季的取暖用水；
在多通道热交换器，混合气体从第一热媒进口进入多通道热交换器，再从第一热媒出口排出后进入第五油水分离器，在第五油水分离器分离甲苯和水后从多通道热交换器的第一冷媒进口进入多通道热交换器进行热交换，提升混合气体的温度，再从多通道热交换器的第一冷媒出口排出进入第五热交换器，第五热交换器利用第二热交换器得来的90～100℃热水，使之进一步加热升温，热交换后的90～100℃热水转变为70～80℃的热水，重新回到第二热交换器，实现了循环利用；从第五热交换器出来的混合气体进入蜗轮发电机组，推动透平发电机产生电力，从蜗轮发电机组排出的混合气体再次从多通道热交换器的第二冷媒进口进入多通道热交换器，将第一热媒和第一冷媒冷却到所设计的温度，然后从多通道热交换器的第二冷媒出口进入到吸附器，经过吸附后得到符合排放标准的排放气体。
而且，各油水分离器分离出的甲苯通过管线汇合后进入甲苯储罐，分离出的水通过管线汇合后进入污水处理站。
一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺装置，包括依次连接的第一热交换器、第一油水分离器、第二热交换器、第二油水分离器、第三热交换器、第三油水分离器、第四热交换器、第四油水分离器、多通道热交换器、第五油水分离器、第五热交换器、蜗轮发电机组以及吸附器；
第一热交换器的热媒进口连接苯甲酸反应塔顶部混合气出口管线，第一热交换器的热媒出口通过管线连接第一油水分离器的混合气进口，第一热交换器的冷媒进口连接精馏再沸器冷却水汇流管线，第一热交换器的冷媒出口通过管线连接气液分离器的进口，气液分离器的出口通过管线连接压缩机，压缩机通过管线连接至锅炉；
第二热交换器的热媒出口通过管线连接第二油水分离器的混合气进口，第二热交换器的冷媒进口连接第五热交换器的热媒出口，第二热交换器的冷媒出口通过管线连接至第五热交换器的热媒进口；
第三热交换器的热媒出口通过管线连接第三油水分离器的混合气进口，第三热交换器的冷媒进口连接甲苯原料输入管线，第三热交换器的冷媒出口连接预热甲苯原料输出管线；
第四热交换器的热媒出口通过管线连接第四油水分离器的混合气进口，第四热交换器的冷媒进口连接冷却水输入管线，第四热交换器的冷媒出口连接冷却水输出管线；
第四油水分离器的混合气出口通过管线连接多通道热交换器的第一热媒进口，
多通道热交换器的第一热媒出口通过管线连接第五油水分离器的混合气进口，第五油水分离器的混合气出口通过管线连接多通道热交换器的第一冷媒进口，多通道热交换器的第一冷媒出口通过管线连接第五热交换器的冷媒进口，第五热交换器的热媒进口连接至第二热交换器的冷媒出口管线，第五热交换器的热媒出口连接至第二热交换器的冷媒进口管线，第五热交换器的冷媒出口通过管线连接至蜗轮发电机组的热源进口，蜗轮发电机组的热源出口通过管线连接至多通道热交换器的第二冷媒进口，多通道热交换器的第二冷媒出口通过管线连接吸附器的进口，吸附器出口连接混合气排放管线。
而且，各个油水分离器的甲苯出口均连接甲苯输出管线，各甲苯输出管线汇合后连接至甲苯储罐，各个油水分离器的冷凝水出口均连接冷凝水输出管线，各冷凝水输出管线汇合后连接至污水处理站。
本发明针对年产5万吨甲苯连续催化氧化苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺的优点和积极效果是：
1、本发明经过压缩机产生的饱和水蒸汽可以替代锅炉的饱和水蒸汽，用于后续的连续精馏再沸器的加热源，每年可以节约人民币691.2万元。而精馏再沸器产生125℃热水，又可以作为第一热交换器的冷媒与连续化催化氧化塔顶部出来的1.08x105m3(N)/hr，温度为160℃，压力为0.545MPa的混合气体(A)进行热交换，实现了水的循环利用。
2、第二热交换器，用70～80℃的热水与之换热，热交换后上升为90～100℃热水，供锅炉补水、制取用于中央空调的低温水以及后续的第五热交换器；第五热交换器利用第二热交换器得来的90～100℃热水，热交换后的90～100℃热水转变为70～80℃的热水，重新回到第二热交换器，实现了循环利用。
3、第三热交换器实现原料甲苯的预热；第四热交换器热交换后用于全厂职工的洗澡、冬季的取暖用水。
4、在能量高效回收利用的同时，也实现了低能耗高效回收甲苯原料，大大地减轻了后续吸收达标排放的负荷。
5、混合气体发电为260kw/hr，节省三套吸附装置所操作耗电为90kw/hr，每年按照8000小时计算，每度电费为0.8元，每年节省电费224万元。
6、节省三套吸附装置每小时使用解吸的水蒸汽为1.8T，每吨污水处理费用为150元，每年节省污水处理费用为216万元。
7、本发明实现了全工艺的节能减排，每年产生经济效益上千万。
附图说明
图1为本发明工艺流程图。
具体实施方式
下面结合附图并通过具体实施例对本发明作进一步详述，以下实施例只是描述性的，不是限定性的，不能以此限定本发明的保护范围。
一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺装置，包括依次连接的第一热交换器1、第一油水分离器2、第二热交换器3、第二油水分离器4、第三热交换器5、第三油水分离器6、第四热交换器7、第四油水分离器8、多通道热交换器9、第五油水分离器10、第五热交换器11、蜗轮发电机组12以及吸附器13，气液分离器14及压缩机15。
第一热交换器1的热媒进口连接苯甲酸反应塔顶部混合气出口管线，第一热交换器1的热媒出口通过管线连接第一油水分离器2的混合气进口，第一热交换器1的冷媒进口连接精馏再沸器冷却水汇流管线，第一热交换器1的冷媒出口通过管线连接气液分离器14的进口，气液分离器14的出口通过管线连接压缩机15，压缩机15通过管线连接至锅炉。
第一油水分离器2的甲苯出口连接甲苯输出管线，甲苯输出管线连接甲苯储罐16，第一油水分离器2的混合气出口通过管线连接第二热交换器3的热媒进口，第一油水分离器2的冷凝水出口通过冷凝水输出管线连接至污水处理站17。
第二热交换器3的热媒出口通过管线连接第二油水分离器4的混合气进口，第二热交换器3的冷媒进口连接冷却水输入管线，第二热交换器3的冷媒出口通过管线连接至锅炉补水等装置。
第二油水分离器4的甲苯出口连接甲苯输出管线，甲苯输出管线连接甲苯储罐16第二油水分离器4的混合气出口通过管线连接第三热交换器5的热媒进口，第二油水分离器4的冷凝水出口通过冷凝水输出管线连接至污水处理站17。
第三热交换器5的热媒出口通过管线连接第三油水分离器6的混合气进口，第三热交换器5的冷媒进口连接甲苯原料输入管线18，第三热交换器5的冷媒出口连接预热甲苯原料输出管线。
第三油水分离器6的甲苯出口连接甲苯输出管线，甲苯输出管线连接甲苯储罐16第三油水分离器6的混合气出口通过管线连接第四热交换器7的热媒进口，第三油水分离器6的冷凝水出口通过冷凝水输出管线连接至污水处理站17。
第四热交换器7的热媒出口通过管线连接第四油水分离器8的混合气进口，第四热交换器7的冷媒进口连接冷却水输入管线19，第四热交换器7的冷媒出口连接冷却水输出管线。
第四油水分离器8的甲苯出口连接甲苯输出管线，甲苯输出管线连接甲苯储罐16第四油水分离器8的混合气出口通过管线连接多通道热交换器9的第一热媒进口20，第四油水分离器8的冷凝水出口通过冷凝水输出管线连接至污水处理站17。
多通道热交换器9的第一热媒出口21通过管线连接第五油水分离器10的混合气进口，第五油水分离器10的甲苯出口连接甲苯输出管线，第五油水分离器10的混合气出口通过管线连接多通道热交换器9的第一冷媒进口22，第五油水分离器10的冷凝水出口通过冷凝水输出管线连接至污水处理站17。多通道热交换器9的第一冷媒出口23通过管线连接第五热交换器11的冷媒进口，第五热交换器11的热媒进口连接至第二热交换器3的冷媒出口管线，第五热交换器11的热媒出口连接至第二热交换器3的冷媒进口管线，第五热交换器11的冷媒出口通过管线连接至蜗轮发电机组12的热源进口，蜗轮发电机组12的热源出口通过管线连接至多通道热交换器9的第二冷媒进口24，多通道热交换器9的第二冷媒出口25通过管线连接吸附器13的进口，吸附器13出口连接混合气排放管线。
一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺方法，针对年产5万吨甲苯连续催化氧化生产苯甲酸工艺，由连续化催化氧化塔顶部出来的1.08x105m3(N)/hr，温度为160℃，压力为0.545MPa的混合气体(A)，从第一热交换器1的热媒进口进入第一热交换器1，用从后续产品分离工艺(分离苯甲醇、苯甲醛、苯甲酸、苯甲酸苄酯)的精馏塔再沸器及后续产品生产工艺(苯甲酸生产苯甲酸钠)的换热器采出的125℃、0.15MPa、8T/hr的热水(N)与之交换，产生127℃、0.15MPa、8T/h的过饱和水蒸气(J)，这时混合气体(A)温度降低到130℃，压力不变，130℃混合气体(B)从第一热交换器1的热媒出口通过管线进入第一油水分离器2，分离出了0.3T/hr水和15T/hr的甲苯，第一油水分离器2的混合气出口出来的混合气体(C)为不可冷凝气体，包括(1.08万m3(N)/hr、0.525MPa、水蒸气0.8吨/hr和甲苯气体17吨/hr)，混合气体(C)从第二热交换器3的热媒进口进入第二热交换器3；从第一热交换器1热媒出口出来的过饱和水蒸气(J)进入加水的气液分离器14，转变为127℃，0.15MPa、4.0吨/hr的饱和水蒸气(M)，经过420kw压缩机15转化为167℃，0.65MPa、4.3吨/hr的饱和水蒸气(O)，替代企业10T锅炉，作为精馏再沸器能源，供应后续的精馏系统。精馏再沸器采出的125℃热水(N)，进入第一热交换器，与混合气体(A)热交换。
混合气体(C)进入到第二热交换器3与75℃热水(T)进行换热，转变为100℃混合气体(D)(包括不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr，0.542MPa，水蒸气0.8T/hr，甲苯气体17T/hr)，从第二热交换器3热媒出口排出的混合气体(D)从第二油水分离器4的混合气进口进入第二油水分离器4，分离出了0.5T/hr水和13T/hr的甲苯，第二油水分离器4的混合气出口出来的混合气体(E)包括(不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr、0.542MPa、水蒸气0.3T/hr和甲苯气体4.0T/hr，)从第三热交换器5的热媒进口进入第三热交换器5；热水(T)经过热交换后，由原来的75℃上升为95℃的热水(K)，可供企业内部的锅炉补水、制取7℃低温水用于中央空调以及后续的第五热交换器11。
进入第三热交换器5的混合气体(E)与25℃、60T/hr的原料甲苯(L)进行热交换，转变为75℃混合气体(F)包括(不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr，0.54MPa，水蒸气0.3T/hr，甲苯气体4T/hr)，从第三热交换器5的热媒出口排出的混合气体(F)由第三油水分离器6的混合气进口进入第三油水分离器6，分离出了0.15T/hr水和3.0T/hr的甲苯，从第三油水分离器6的混合气出口出来的混合气体(G)包括(不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr、0.54MPa、水蒸气0.15T/hr和甲苯气体1.0T/hr)，从第四热交换器7的热媒进口进入第四热交换器7；原料甲苯(L)经过热交换后升温至85℃预热甲苯(W)，利用热交换实现了对原料的预热，减少了对连续催化氧化反应器的负荷，提高了一定的稳定性。
进入第四热交换器7的混合气体(G)与37℃常温水进行热交换，转变为40℃混合气体(H)(包括不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr，0.535MPa，水蒸气0.15T/hr，甲苯气体1.0T/hr)，从第四热交换器7的热媒出口排出的混合气体(H)通过第四油水分离器8的混合气进口进入第四油水分离器8，分离出了0.09T/hr水和0.55T/hr的甲苯，从第四油水分离器8出来的混合气体(I)包括(不可冷凝气体1.08万m3(N)/hr、0.535MPa、水蒸气0.06T/hr和甲苯气体0.45T/hr)；热交换的常温水被加热至42℃用于全厂职工的洗澡、冬季的取暖用水。
由第四油水分离器8出来的混合气体(I)，由于仍然带有0.06T/hr的水蒸气和0.45T/hr的甲苯气体，并且具有较高的压力0.535MPa，完全可以充分利用，转化为有用的能源，减低生产成本。混合气体(I)正是由于夹带有0.45T/hr的甲苯气体和0.06T/hr的水蒸气，需要进一步分离，减少后续的吸附常规方法的负荷，减少操作费用，因此首次开发了热电偶合的创新工艺，用前段换热获得的95℃热水(K)加热混合气体，使之升温到70℃，在5.0kgf气压作用下，驱动透平发电机进行发电。具体工艺流程如下：
混合气体(I)从多通道热交换器9的第一热媒进口进入多通道热交换器9，温度进一步降低，变成2～3℃的混合气体(Q)，从多通道热交换器9的第一热媒出口排出进入第五油水分离器10，进一步去除混合气中的水分和甲苯，从第五油水分离器10的混合气出口获得0.35T/hr混合气体(S)，水蒸气几乎很少。为了充分利用这部分混合气体的潜能，便于后续的发电，这部分混合气体(S)，再次从多通道热交换器9的第一冷媒进口进入多通道热交换器9进行热交换，提升混合气体的温度，达到10℃左右，也是有效利用透平发电机出来的混合气体的低温源。从多通道热交换器9的第一冷媒出口排出的被加热后的混合气体(X)，再进入第五热交换器11，充分利用第二热交换器3得来的95℃热水，使之进一步加热升温，达到70℃，而热交换后的95℃热水(K)转变为75℃的热水(T)，与重新回到第二热交换器3，实现了循环利用。此时从第五热交换器11出来的混合气体(Y)具有更高的潜能，直接去推动透平发电机，产生260kw/hr的电力(U)，排出的混合气体(V)因为节流过程，温度和压力分别降至-10～-8℃和1.0kgf，是一种很好的冷媒，从多通道热交换器9的第二冷媒进口进入多通道热交换器9，将混合气体(I)和混合气体(S)的冷却到所设计的温度。而自身被加热至24℃的混合气体(W)，从多通道热交换器9的第二冷媒出口排出后进入到吸附器13，经过吸附后得到符合排放标准的排放气体(Z)。
经过压缩机产生的饱和水蒸汽(167℃、0.65MPa、4.3T/hr)可以替代锅炉的饱和水蒸汽，用于后续的连续精馏再沸器的加热源，4.3T/hr、167℃以及0.65MPa的饱和水蒸汽如果使用锅炉产生的话，每小时需要消耗天然气320m3，每年按照8000小时计算，就可以节约2.56x106m3的天然气，而天然气的市场价格为每立方米为2.7元，这样每年可以节约人民币691.2万元。
第五热交换器11使用的加热热水是前段第二热交换器3从系统中混合气体冷却交换而来的，在第五热交换器11中使用热水(K)，实际上是对混合气体的能源回收，如果用水蒸气加热，每小时就需要1.8T(167℃、0.65MPa)饱和水蒸气。
所以该系统仅此二项每小时就可以节省水蒸气(167℃、0.65MPa)6.1T。
1.每吨蒸汽需消耗：
燃料天然气约标83立方米，天然气单价2.7元/m3
软化水1吨，单价5元/吨
电7Kwh
人工费12元
每吨蒸汽单价为83x2.7+1x5+12＝241.1元
每年节省蒸汽费用为6.1x241.1x8000＝11765680元＝1176.568万元
2.蒸汽压缩机每小时消耗电400Kwh，每年以8000小时计算，电费为
400x8000x0.8＝2560000元＝256万元
3.混合气体发电为260kw/hr，节省三套吸附装置所操作耗电为90kw/hr，每年按照8000小时计算，每度电费为0.8元，每年节省电费：
(260+90)x8000x0.8＝2240000元＝224万元
4.节省三套吸附装置每小时使用解吸的水蒸汽为1.8T，每吨污水处理费用为150元，每年节省污水处理费用为
1.8x8000x150＝2160000元＝216万元
5.减少3套3箱8芯活性炭纤维毡吸附器运行，活性炭纤维毡使用寿命为3年，一箱有8个芯，一芯的活性炭纤维毛毡重量为45kg，每kg市场价格为300元，每年可节省费用：
3x3x8x45Kgx300(元/Kg)/3(年)＝324000元＝32.4万元
6.每年产生经济效益为
1176.568+216+224–256+32.4＝1392.968万元
所述的后续产品分离工艺(分离苯甲醇、苯甲醛、苯甲酸、苯甲酸苄酯)为现有技术工艺，所述的下游产品生产工艺(苯甲酸生产苯甲酸钠工艺)也为现有技术工艺，本申请只是利用了上述两工艺的热水，该两工艺本身没有创新点，因此不再赘述。甲苯连续催化氧化生产苯甲酸、苯甲酸分离工艺、苯甲酸生产苯甲酸钠工艺是一个连续工艺。
以上所述的仅是本发明的优选实施方式，应当指出，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离发明构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些都属于本发明的保护范围。
Claims (4)
1.一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺方法，其特征在于：由连续化催化氧化塔顶部出来的混合气体依次经过第一热交换器、第一油水分离器、第二热交换器、第二油水分离器、第三热交换器、第三油水分离器、第四热交换器、第四油水分离器、多通道热交换器、第五油水分离器、第五热交换器、蜗轮发电机组、多通道热交换器、吸附器后排出到室外大气中；
在第一热交换器，用从甲苯连续催化氧化生产苯甲酸的后续产品分离工艺和/或下游产品生产工艺中采出的120～125℃的热水与之换热，产生的过饱和水蒸气依次进入气液分离器、压缩机后转化为饱和水蒸气，替代锅炉作为精馏再沸器能源，供应后续的产品分离精馏系统，而精馏再沸器采出的120～125℃热水重新回到第一热交换器，实现水的循环利用；
在第二热交换器，用70～80℃的热水与之换热，热交换后上升为90～100℃热水，供锅炉补水、制取用于中央空调的低温水以及后续的第五热交换器；
在第三热交换器，用20～30℃的原料甲苯与之换热，实现原料甲苯的预热。
在第四热交换器，用30～40℃常温水与之换热，热交换后常温水用于全厂职工的洗澡、冬季的取暖用水；
在多通道热交换器，混合气体从第一热媒进口进入多通道热交换器，再从第一热媒出口排出后进入第五油水分离器，在第五油水分离器分离甲苯和水后从多通道热交换器的第一冷媒进口进入多通道热交换器进行热交换，提升混合气体的温度，再从多通道热交换器的第一冷媒出口排出进入第五热交换器，第五热交换器利用第二热交换器得来的90～100℃热水，使之进一步加热升温，热交换后的90～100℃热水转变为70～80℃的热水，重新回到第二热交换器，实现了循环利用；从第五热交换器出来的混合气体进入蜗轮发电机组，推动透平发电机产生电力，从蜗轮发电机组排出的混合气体再次从多通道热交换器的第二冷媒进口进入多通道热交换器，将第一热媒和第一冷媒冷却到所设计的温度，然后从多通道热交换器的第二冷媒出口进入到吸附器，经过吸附后得到符合排放标准的排放气体。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：各油水分离器分离出的甲苯通过管线汇合后进入甲苯储罐，分离出的水通过管线汇合后进入后续的排水处理系统。
3.一种甲苯连续催化氧化生产苯甲酸热电耦合高效节能减排工艺装置，其特征在于：包括依次连接的第一热交换器、第一油水分离器、第二热交换器、第二油水分离器、第三热交换器、第三油水分离器、第四热交换器、第四油水分离器、多通道热交换器、第五油水分离器、第五热交换器、蜗轮发电机组以及吸附器；
第一热交换器的热媒进口连接苯甲酸反应塔顶部混合气出口管线，第一热交换器的热媒出口通过管线连接第一油水分离器的混合气进口，第一热交换器的冷媒进口连接精馏再沸器冷却水汇流管线，第一热交换器的冷媒出口通过管线连接气液分离器的进口，气液分离器的出口通过管线连接压缩机，压缩机通过管线连接至锅炉；
第二热交换器的热媒出口通过管线连接第二油水分离器的混合气进口，第二热交换器的冷媒进口连接第五热交换器的热媒出口，第二热交换器的冷媒出口通过管线连接至第五热交换器的热媒进口；
第三热交换器的热媒出口通过管线连接第三油水分离器的混合气进口，第三热交换器的冷媒进口连接甲苯原料输入管线，第三热交换器的冷媒出口连接预热甲苯原料输出管线；
第四热交换器的热媒出口通过管线连接第四油水分离器的混合气进口，第四热交换器的冷媒进口连接冷却水输入管线，第四热交换器的冷媒出口连接冷却水输出管线；
第四油水分离器的混合气出口通过管线连接多通道热交换器的第一热媒进口，多通道热交换器的第一热媒出口通过管线连接第五油水分离器的混合气进口，第五油水分离器的混合气出口通过管线连接多通道热交换器的第一冷媒进口，多通道热交换器的第一冷媒出口通过管线连接第五热交换器的冷媒进口，第五热交换器的热媒进口连接至第二热交换器的冷媒出口管线，第五热交换器的热媒出口连接至第二热交换器的冷媒进口管线，第五热交换器的冷媒出口通过管线连接至蜗轮发电机组的热源进口，蜗轮发电机组的热源出口通过管线连接至多通道热交换器的第二冷媒进口，多通道热交换器的第二冷媒出口通过管线连接吸附器的进口，吸附器出口连接混合气排放管线。
4.根据权利要求3所述的工艺装置，其特征在于：各个油水分离器的甲苯出口均连接甲苯输出管线，各甲苯输出管线汇合后连接至甲苯储罐，各个油水分离器的冷凝水出口均连接冷凝水输出管线，各冷凝水输出管线汇合后连接至后续的排水处理系统。
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