本發(fā)明涉及一種高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法。

背景技術(shù)：

苯酚與丙酮是用途廣泛的基本有機(jī)化工原料。生產(chǎn)苯酚和丙酮的苯酚丙酮裝置首先采用異丙苯與空氣在氧化塔中反應(yīng)制備過氧化氫異丙苯，然后將過氧化氫異丙苯分解為苯酚和丙酮。在異丙苯與空氣氧化反應(yīng)過程中，氧化塔頂排出含有多種有機(jī)物的氧化尾氣，需要進(jìn)行無害化處理，達(dá)標(biāo)排放。專利申請(qǐng)?zhí)朇N200810039311.3苯酚丙酮裝置尾氣的催化氧化處理工藝，采用催化氧化處理技術(shù)，將氧化尾氣所含微量有機(jī)物和有害物轉(zhuǎn)化為二氧化碳和水，處理后的高溫高壓尾氣用于加熱待處理的氧化尾氣，換熱后直接排放。專利申請(qǐng)?zhí)朇N200910032946.5處理大氣量工業(yè)廢氣中有機(jī)物的方法，采用對(duì)工業(yè)尾氣進(jìn)行洗滌、膨脹做功、吸附、解吸、催化燃燒、堿洗的處理方法，去除尾氣中含有的鹵素化合物。專利申請(qǐng)?zhí)朇N200910081333.0氧化尾氣處理工藝，采用催化劑處理尾氣，尾氣達(dá)標(biāo)后直接排放，未進(jìn)行能量回收。專利申請(qǐng)?zhí)朇N201310411665.7苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量綜合利用副產(chǎn)蒸汽的方法，通過焚燒將氧化尾氣所含微量有機(jī)物和有害物轉(zhuǎn)化為二氧化碳和水，焚燒處理后的高溫尾氣進(jìn)入余熱鍋爐發(fā)生過熱蒸汽，回收能量后尾氣排放至大氣。專利申請(qǐng)?zhí)朇N201310411699.6苯酚丙酮裝置催化氧化尾氣節(jié)能減排的方法，將氧化尾氣通過多級(jí)冷凝、換熱、分液后，氣相進(jìn)入廢氣處理器，處理后尾氣經(jīng)過換熱后進(jìn)入膨脹機(jī)做功帶動(dòng)空壓機(jī)，從而節(jié)省空壓機(jī)電耗。專利申請(qǐng)?zhí)朇N201510654415.5苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，將氧化塔排出的氧化尾氣經(jīng)過三級(jí)換熱器進(jìn)行部分冷凝并通過三級(jí)分液罐冷凝分離出的液相有機(jī)物返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)，額外回收有機(jī)物1.0-5.0％左右。同時(shí)氣相氧化尾氣進(jìn)入膨脹機(jī)將熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能帶動(dòng)空壓機(jī)，由此減少空壓機(jī)電耗，降低苯酚丙酮裝置能耗7.40～9.32千克標(biāo)油/噸苯酚。

由于人們對(duì)能耗和環(huán)保的要求日益提高，化工行業(yè)尾氣處理引起越來越多的重視。含有機(jī)物和有毒有害物的尾氣若直接排放至大氣，必然造成環(huán)境污染和能源浪費(fèi)。如果對(duì)其回收利用，必須除去其中的雜質(zhì)。傳統(tǒng)的有機(jī)物尾氣凈化方法包括洗滌、吸附、冷凝、直接燃燒等方法，易產(chǎn)生二次污染，且處理效率低、能耗大，易受尾氣濃度和溫度的限制。

苯酚丙酮裝置氧化尾氣中大多含有異丙苯、甲烷、甲醇、非芳烴等有毒有害物質(zhì)?，F(xiàn)有裝置在尾氣處理過程中，通過多級(jí)冷凝、冷凍、分液的方法液化分離部分尾氣，未液化的尾氣通入催化焚燒爐處理后排放至大氣。待催化焚燒的尾氣仍含有大量異丙苯等有機(jī)物，且能量未進(jìn)行充分回收利用，直接消耗燃料氣進(jìn)行焚燒，存在能量利用不合理的問題。

現(xiàn)有技術(shù)中，專利申請(qǐng)?zhí)朇N200810039311.3存在能量回收利用率不高的問題；專利申請(qǐng)?zhí)朇N200910032946.5僅僅去除工業(yè)尾氣中含有的鹵素化合物，存在工藝流程長(zhǎng)，操作運(yùn)行復(fù)雜，難以在苯酚丙酮裝置上應(yīng)用等問題；專利申請(qǐng)?zhí)朇N200910081333.0也存在能量回收利用率不高的問題；專利申請(qǐng)?zhí)朇N201310411665.7需要使用燃料氣來加熱氧化尾氣，存在燃料消耗大、生產(chǎn)運(yùn)行成本高等問題；專利申請(qǐng)?zhí)朇N201310411699.6采用催化氧化方法將氧化尾氣中的微量有機(jī)物轉(zhuǎn)化為二氧化碳和水，使氧化尾氣達(dá)標(biāo)排放并回收熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能，但是氧化尾氣中的微量有機(jī)物是有用的物料，無法回收再使用，存在有機(jī)物料損失大的問題；專利申請(qǐng)?zhí)朇N201510654415.5經(jīng)過三級(jí)換熱器和三級(jí)分液罐冷凝額外回收有機(jī)物，氣相氧化尾氣將熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能，但能耗降低幅度有限，存在換熱效率低，裝置能耗高等問題。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：

本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中能耗較高的問題，提供一種新的高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法。該方法具有能耗較低的優(yōu)點(diǎn)。

為解決上述問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下：一種高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，苯酚丙酮裝置中的氧化反應(yīng)塔頂排出的高溫氧化尾氣(28)首先通過一級(jí)換熱器(10)降溫，然后經(jīng)過二級(jí)換熱器(1)冷凝后進(jìn)入一級(jí)分液罐(2)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(11)進(jìn)入三級(jí)換熱器(3)進(jìn)一步冷凝后通過二級(jí)分液罐(4)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(14)進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)加熱升溫后進(jìn)入膨脹機(jī)(6)膨脹制冷；膨脹過程熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能作為帶動(dòng)空壓機(jī)(8)的動(dòng)力，空壓機(jī)(8)動(dòng)力不足部分由電動(dòng)機(jī)補(bǔ)充；膨脹機(jī)(6)出口尾氣(17)進(jìn)入三級(jí)分液罐(7)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(18)返回三級(jí)換熱器(3)換熱并升溫后，再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)進(jìn)一步換熱升溫，最后已經(jīng)加熱的尾氣(20)外送排至焚燒處理系統(tǒng)；常溫空氣(23)首先進(jìn)入空壓機(jī)(8)增壓并升溫至壓縮空氣(24)，然后進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)加熱尾氣后形成物流(25)，再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)進(jìn)一步加熱尾氣形成物流(26)，最后通過一級(jí)換熱器(10)換熱升溫后，壓縮空氣(27)去氧化反應(yīng)塔；一級(jí)分液罐(2)分離出的液相(12)和二級(jí)分液罐(4)分離出的液相(15)混合為物流(21)后與三級(jí)分液罐(7)分離出的液相(19)合并為液相物料(22)返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)。

上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，一級(jí)換熱器(10)熱側(cè)操作溫度為120～75℃，冷側(cè)操作溫度為35～80℃；二級(jí)換熱器(1)熱側(cè)操作溫度為95～35℃，冷側(cè)操作溫度為30～43℃；三級(jí)換熱器(3)熱側(cè)操作溫度為55～-5℃，冷側(cè)操作溫度為-40～35℃；四級(jí)換熱器(5)熱側(cè)操作溫度為105～55℃，冷側(cè)操作溫度為-5～55℃；五級(jí)換熱器(9)熱側(cè)操作溫度為75～35℃，冷側(cè)操作溫度為15～65℃。

上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，一級(jí)分液罐(2)操作溫度為35～55℃，操作表壓為0.22～0.42MPa；二級(jí)分液罐(4)操作溫度為-5～15℃，操作表壓為0.19～0.39MPa；三級(jí)分液罐(7)操作溫度為-40～-20℃，操作表壓為0.01～0.09MPa。

上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，膨脹機(jī)(6)入口操作溫度為35～55℃，入口操作表壓為0.16～0.36MPa，出口操作溫度為-40～-20℃，出口操作表壓為0.01～0.09MPa。

上述技術(shù)方案中，優(yōu)選地，空壓機(jī)(8)入口操作溫度為常溫，入口操作表壓為常壓，出口操作溫度為85～105℃，出口操作表壓為0.70～0.90MPa。

本發(fā)明將氧化反應(yīng)塔排出的高溫尾氣經(jīng)過五級(jí)換熱器和三級(jí)分液罐進(jìn)行氣液分離，液相物料返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)，氣相尾氣進(jìn)入膨脹機(jī)通過膨脹制冷，同時(shí)將熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能帶動(dòng)空壓機(jī)以減少空壓機(jī)部分電耗，降低苯酚丙酮裝置能耗9.73～10.75千克標(biāo)油/噸苯酚，提高了換熱效率，合理地回收了熱量，降低了裝置能耗，取得了較好的技術(shù)效果。

附圖說明

圖1為本發(fā)明所述方法的流程示意圖。

下面通過實(shí)施例對(duì)本發(fā)明作進(jìn)一步的闡述，但不僅限于本實(shí)施例。

具體實(shí)施方式

【實(shí)施例1】

一種高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，如圖1所示，氧化反應(yīng)塔頂排出的高溫氧化尾氣(28)首先通過一級(jí)換熱器(10)降溫，然后經(jīng)過二級(jí)換熱器(1)，利用冷卻水部分冷凝后進(jìn)入一級(jí)分液罐(2)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(11)進(jìn)入三級(jí)換熱器(3)進(jìn)一步冷凝后物流(13)通過二級(jí)分液罐(4)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(14)進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)加熱升溫后物流(16)進(jìn)入膨脹機(jī)(6)膨脹制冷。膨脹過程熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能作為部分動(dòng)力帶動(dòng)空壓機(jī)(8)，空壓機(jī)(8)動(dòng)力不足部分由電動(dòng)機(jī)補(bǔ)充。膨脹機(jī)(6)出口尾氣(17)進(jìn)入三級(jí)分液罐(7)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(18)返回三級(jí)換熱器(3)換熱并升溫后，再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)進(jìn)一步換熱升溫，最后已經(jīng)加熱的尾氣(20)外送排至焚燒處理系統(tǒng)。常溫空氣(23)首先進(jìn)入空壓機(jī)(8)增壓并升溫至壓縮空氣(24)，然后進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)加熱尾氣后的物流(25)再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)進(jìn)一步加熱尾氣形成物流(26)，最后通過一級(jí)換熱器(10)換熱升溫后，壓縮空氣(27)去氧化反應(yīng)塔。一級(jí)分液罐(2)分離出的液相(12)和二級(jí)分液罐(4)分離出的液相(15)混合為物流(21)后與三級(jí)分液罐(7)分離出的液相(19)合并為液相物料(22)返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)。

采用本發(fā)明一種高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，以生產(chǎn)規(guī)模為10萬噸/年苯酚丙酮工藝裝置為例，將氧化反應(yīng)塔排出的高溫尾氣經(jīng)過五級(jí)換熱器和三級(jí)分液罐進(jìn)行氣液分離，液相物料返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)，氣相尾氣進(jìn)入膨脹機(jī)通過膨脹制冷，同時(shí)將熱能轉(zhuǎn)化為機(jī)械能作為部分動(dòng)力帶動(dòng)空壓機(jī)的技術(shù)方案以達(dá)到降低苯酚丙酮裝置能耗的技術(shù)效果。

氧化反應(yīng)塔頂排出的操作溫度為112℃高溫氧化尾氣(28)首先通過一級(jí)換熱器(10)降溫至87℃，然后經(jīng)過二級(jí)換熱器(1)，利用冷卻水降溫至45℃，部分物料冷凝后進(jìn)入一級(jí)分液罐(2)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(11)進(jìn)入三級(jí)換熱器(3)進(jìn)一步降溫至5℃，部分物料冷凝后通過二級(jí)分液罐(4)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(14)進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)加熱升溫至47℃后進(jìn)入膨脹機(jī)(6)膨脹制冷。膨脹機(jī)(6)出口-30℃尾氣(17)進(jìn)入三級(jí)分液罐(7)進(jìn)行氣液分離，分離出的氣相(18)返回三級(jí)換熱器(3)換熱并升溫至27℃后，再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)進(jìn)一步換熱升溫至57℃，最后已經(jīng)加熱的尾氣(20)外送排至焚燒處理系統(tǒng)。

常溫空氣(23)首先進(jìn)入空壓機(jī)(8)增壓至表壓0.80MPa并升溫至97℃的壓縮空氣(24)，然后進(jìn)入四級(jí)換熱器(5)換熱降溫至67℃，再進(jìn)入五級(jí)換熱器(9)換熱降溫至47℃，通過一級(jí)換熱器(10)換熱升溫至72℃，最后壓縮空氣(27)去氧化反應(yīng)塔。

一級(jí)分液罐(2)分離出的液相(12)和二級(jí)分液罐(4)分離出的液相(15)以及三級(jí)分液罐(7)分離出的液相(19)合并為液相物料(22)返回氧化進(jìn)料系統(tǒng)。

上述技術(shù)方案中：

一級(jí)換熱器(10)熱側(cè)物料操作溫度從112℃降低到87℃，冷側(cè)物料操作溫度從47℃升高到72℃；

二級(jí)換熱器(1)熱側(cè)物料操作溫度從87℃降低到45℃，冷側(cè)物料操作溫度從33℃升高到43℃；

三級(jí)換熱器(3)熱側(cè)物料操作溫度從45℃降低到5℃，冷側(cè)物料操作溫度從-30℃升高到27℃；

四級(jí)換熱器(5)熱側(cè)物料操作溫度從97℃降低到67℃，冷側(cè)物料操作溫度從5℃升高到47℃；

五級(jí)換熱器(9)熱側(cè)物料操作溫度從67℃降低到47℃，冷側(cè)物料操作溫度從27℃升高到57℃；

一級(jí)分液罐(2)操作溫度為45℃，操作表壓為0.32MPa；

二級(jí)分液罐(4)操作溫度為5℃，操作表壓為0.29MPa；

三級(jí)分液罐(7)操作溫度為-30℃，操作表壓為0.03MPa；

膨脹機(jī)(6)入口操作溫度為47℃，入口操作表壓為0.26MPa，出口操作溫度為-30℃，出口操作表壓為0.04MPa；

空壓機(jī)(8)入口操作溫度為常溫，入口操作表壓為常壓，出口操作溫度為97℃，出口操作表壓為0.80MPa。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為10萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率241.8千瓦，節(jié)省冷凍水消耗37.3噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗60.1噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗77.4千克標(biāo)油/小時(shí)，折合9.90千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例2】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，工藝參數(shù)同【實(shí)施例1】，僅僅苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模改為20萬噸/年。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為20萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率502.5千瓦，節(jié)省冷凍水消耗77.6噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗124.8噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗160.8千克標(biāo)油/小時(shí)，折合10.29千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例3】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，工藝參數(shù)同【實(shí)施例1】，僅僅苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模改為35萬噸/年。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為35萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率889.9千瓦，節(jié)省冷凍水消耗137.4噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗221.0噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗284.8千克標(biāo)油/小時(shí)，折合10.42千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例4】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，工藝參數(shù)同【實(shí)施例1】，僅僅苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模改為40萬噸/年。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為40萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率1027.0千瓦，節(jié)省冷凍水消耗158.6噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗255.1噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗328.7千克標(biāo)油/小時(shí)，折合10.52千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例5】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，工藝參數(shù)同【實(shí)施例1】，僅僅苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模改為60萬噸/年。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為60萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率1555.5千瓦，節(jié)省冷凍水消耗240.2噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗386.4噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗497.8千克標(biāo)油/小時(shí)，折合10.62千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例6】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模同【實(shí)施例4】，仍然為40萬噸/年。僅僅工藝參數(shù)改變。上述技術(shù)方案中：

一級(jí)換熱器(10)熱側(cè)物料操作溫度從100℃降低到75℃，冷側(cè)物料操作溫度從35℃升高到60℃；

二級(jí)換熱器(1)熱側(cè)物料操作溫度從75℃降低到35℃，冷側(cè)物料操作溫度從30℃升高到40℃；

三級(jí)換熱器(3)熱側(cè)物料操作溫度從35℃降低到-5℃，冷側(cè)物料操作溫度從-40℃升高到15℃；

四級(jí)換熱器(5)熱側(cè)物料操作溫度從85℃降低到55℃，冷側(cè)物料操作溫度從-5℃升高到35℃；

五級(jí)換熱器(9)熱側(cè)物料操作溫度從55℃降低到35℃，冷側(cè)物料操作溫度從15℃升高到45℃；

一級(jí)分液罐(2)操作溫度為35℃，操作表壓為0.22MPa；

二級(jí)分液罐(4)操作溫度為-5℃，操作表壓為0.19MPa；

三級(jí)分液罐(7)操作溫度為-40℃，操作表壓為0.01MPa；

膨脹機(jī)(6)入口操作溫度為35℃，入口操作表壓為0.16MPa，出口操作溫度為-40℃，出口操作表壓為0.01MPa；

空壓機(jī)(8)入口操作溫度為常溫，入口操作表壓為常壓，出口操作溫度為85℃，出口操作表壓為0.70MPa。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為40萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率950.0千瓦，節(jié)省冷凍水消耗146.7噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗236.0噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗304.0千克標(biāo)油/小時(shí)，折合9.73千克標(biāo)油/噸苯酚。

【實(shí)施例7】

采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，苯酚丙酮工藝裝置生產(chǎn)規(guī)模同【實(shí)施例4】，仍然為40萬噸/年。僅僅工藝參數(shù)改變。上述技術(shù)方案中：

一級(jí)換熱器(10)熱側(cè)物料操作溫度從120℃降低到95℃，冷側(cè)物料操作溫度從55℃升高到80℃；

二級(jí)換熱器(1)熱側(cè)物料操作溫度從95℃降低到55℃，冷側(cè)物料操作溫度從38℃升高到43℃；

三級(jí)換熱器(3)熱側(cè)物料操作溫度從55℃降低到15℃，冷側(cè)物料操作溫度從-20℃升高到35℃；

四級(jí)換熱器(5)熱側(cè)物料操作溫度從105℃降低到75℃，冷側(cè)物料操作溫度從15℃升高到55℃；

五級(jí)換熱器(9)熱側(cè)物料操作溫度從75℃降低到55℃，冷側(cè)物料操作溫度從35℃升高到65℃；

一級(jí)分液罐(2)操作溫度為55℃，操作表壓為0.42MPa；

二級(jí)分液罐(4)操作溫度為15℃，操作表壓為0.39MPa；

三級(jí)分液罐(7)操作溫度為-20℃，操作表壓為0.09MPa；

膨脹機(jī)(6)入口操作溫度為55℃，入口操作表壓為0.36MPa，出口操作溫度為-20℃，出口操作表壓為0.09MPa；

空壓機(jī)(8)入口操作溫度為常溫，入口操作表壓為常壓，出口操作溫度為105℃，出口操作表壓為0.90MPa。

由此，生產(chǎn)規(guī)模為40萬噸/年苯酚丙酮工藝生產(chǎn)裝置采用本發(fā)明高效回收苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量的方法，增加膨脹機(jī)輸出功率1050.0千瓦，節(jié)省冷凍水消耗162.1噸/小時(shí)，節(jié)省循環(huán)冷卻水消耗260.8噸/小時(shí)；降低苯酚丙酮裝置能耗336.0千克標(biāo)油/小時(shí)，折合10.75千克標(biāo)油/噸苯酚。