[0027]空壓機操作溫度為20?80°C，操作壓力為0.0?0.8MPaG。
[0028]運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，從第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物740千克/小時，約占回收總有機物的3.5%左右。同時膨脹機輸出功率500千瓦，由此降低苯酚丙酮裝置能耗130千克標油/小時，相當于8.32千克標油/噸苯酚。
[0029]【實施例2】
[0030]按照實施例1所述的條件，只是苯酚丙酮生產規模改為35萬噸/年。運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中，所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物1295千克/小時，約占回收總有機物的3.5%左右。同時膨脹機輸出功率875千瓦，降低苯酚丙酮裝置能耗227.5千克標油/小時，相當于8.32千克標油/噸苯酚。
[0031]【實施例3】
[0032]按照實施例1所述的條件，只是苯酚丙酮生產規模改為40萬噸/年。運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中，所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物1480千克/小時，約占回收總有機物的3.5%左右。同時膨脹機輸出功率1000千瓦，降低苯酚丙酮裝置能耗260千克標油/小時，相當于8.32千克標油/噸苯酚。
[0033]【實施例4】
[0034]按照實施例1所述的條件，只是苯酚丙酮生產規模改為60萬噸/年。運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中，所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物2220千克/小時，約占回收總有機物的3.5%左右。同時膨脹機輸出功率1500千瓦，降低苯酚丙酮裝置能耗390千克標油/小時，相當于8.32千克標油/噸苯酚。
[0035]【實施例5】
[0036]按照實施例3所述的條件，苯酚丙酮生產規模仍為40萬噸/年，只是工藝操作參數改變如下:
[0037]一級冷凝器殼側的氧化尾氣操作溫度為20?100°C，操作壓力為0.1MPaG。
[0038]二級換熱器殼側的冷源尾氣操作溫度為-50?35°C，操作壓力為0.0MPaG ;二級換熱器管側的熱源尾氣操作溫度為O?40°C，操作壓力為0.1MPaG。
[0039]三級換熱器殼側的高溫空氣操作溫度為40?80°C，操作壓力為0.3MPaG ;三級換熱器管側的氧化尾氣操作溫度為O?45°C，操作壓力為0.1MPaG。
[0040]一級分液罐的氧化尾氣操作溫度為20°C，操作壓力為0.1MPaG。
[0041]二級分液罐的氧化尾氣操作溫度為0°C，操作壓力為0.1MPaG。
[0042]三級分液罐操作溫度為_50°C，操作壓力為0.0MPaG。
[0043]膨脹機入口氧化尾氣操作溫度為0°C，操作壓力為0.1MPaG ;膨脹機出口氧化尾氣操作溫度為-50°C，操作壓力為0.0MPaG。
[0044]空壓機操作溫度為O?70°C，操作壓力為0.0?0.6MPaG。
[0045]運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中，所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物2115千克/小時，約占回收總有機物的5.0%左右。同時膨脹機輸出功率889千瓦，降低苯酚丙酮裝置能耗231.2千克標油/小時，相當于7.40千克標油/噸苯酚。
[0046]【實施例6】
[0047]按照實施例3所述的條件，苯酚丙酮生產規模仍為40萬噸/年，只是工藝操作參數再次改變如下:
[0048]一級冷凝器殼側的氧化尾氣操作溫度為40?120°C，操作壓力為0.6MPaG。
[0049]二級換熱器殼側的冷源尾氣操作溫度為-35?50°C，操作壓力為0.3MPaG ;二級換熱器管側的熱源尾氣操作溫度為20?60°C，操作壓力為0.6MPaG。
[0050]三級換熱器殼側的高溫空氣操作溫度為95?120°C，操作壓力為1.2MPaG ;三級換熱器管側的氧化尾氣操作溫度為25?70°C，操作壓力為0.6MPaG。
[0051]—級分液罐的氧化尾氣操作溫度為60°C，操作壓力為0.6MPaG。
[0052]二級分液罐的氧化尾氣操作溫度為30°C，操作壓力為0.6MPaG。
[0053]三級分液罐操作溫度為_10°C，操作壓力為0.3MPaG。
[0054]膨脹機入口氧化尾氣操作溫度為70°C，操作壓力為0.6MPaG ;膨脹機出口氧化尾氣操作溫度為-10°C，操作壓力為0.3MPaG。
[0055]空壓機操作溫度為40?120°C，操作壓力為0.0?1.2MPaG。
[0056]運行結果表明:氧化尾氣經過三級分液罐分液，第二級換熱器殼側出口排至焚燒處理系統的氧化尾氣中，所含微量有機物和有害物進一步降低，額外回收有機物425千克/小時，約占回收總有機物的1.0%左右。同時膨脹機輸出功率1120千瓦，降低苯酚丙酮裝置能耗291.3千克標油/小時，相當于9.32千克標油/噸苯酚。
【主權項】
1.一種苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，氧化尾氣(9)通過一級冷凝器(I)冷凝后進入一級分液罐(2)，分離出的氣相(11)進入二級換熱器(3)進一步冷凝后進入二級分液罐(4)，分離出的氣相(14)作為冷源進入三級換熱器(5)，利用空壓機(8)出口的高溫壓縮空氣(24)作為熱源將氧化尾氣加熱升溫后進入膨脹機(6)膨脹制冷，膨脹過程中熱能轉化為機械能并帶動空壓機(8)，空壓機(8)動力不足部分由電動機補充；膨脹機(6)出口氧化尾氣(17)進入三級分液罐(7)，分出的氣相(18)作為冷源返回二級換熱器(3)，與熱源尾氣換熱升溫后排至焚燒處理系統。2.根據權利要求1所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級分液罐⑵分離出的液相(12)、二級分液罐(4)分離出的液相(15)合并后與來自三級分液罐(7)的液相(19)混合，然后返回氧化進料系統。3.根據權利要求1所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級冷凝器(I)殼側的氧化尾氣操作溫度為20?120°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG ;二級換熱器(3)殼側的冷源尾氣操作溫度為-50?50°C，操作壓力為0.0?0.3MPaG ;二級換熱器(3)管側的熱源尾氣操作溫度為O?60°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG ;三級換熱器(5)殼側的高溫空氣操作溫度為40?120°C，操作壓力為0.3?1.2MPaG ;三級換熱器(5)管側的氧化尾氣操作溫度為O?70°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG。4.根據權利要求3所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級冷凝器(I)殼側的氧化尾氣操作溫度為30?120°C，操作壓力為0.15?0.55MPaG ;二級換熱器(3)殼側的冷源尾氣操作溫度為-40?40°C，操作壓力為0.0?0.25MPaG ;二級換熱器(3)管側的熱源尾氣操作溫度為5?50°C，操作壓力為0.15?0.45MPaG ;三級換熱器(5)殼側的高溫空氣操作溫度為45?110°C，操作壓力為0.4?1.0MPaG ;三級換熱器(5)管側的氧化尾氣操作溫度為5?60 °C，操作壓力為0.15?0.55MPaG。5.根據權利要求4所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級冷凝器(I)殼側的氧化尾氣操作溫度為40?110°C;操作壓力為0.2?0.5MPaG ;二級換熱器(3)殼側的冷源尾氣操作溫度為-30?30°C ;操作壓力為0.0?0.2MPaG ;二級換熱器(3)管側的熱源尾氣操作溫度為10?40°C;操作壓力為0.2?0.35MPaG ;三級換熱器(5)殼側的高溫空氣操作溫度為50?100°C;操作壓力為0.5?0.8MPaG ;三級換熱器(5)管側的氧化尾氣操作溫度為10?50°C ;操作壓力為0.2?0.5MPaG。6.根據權利要求1所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級分液罐(2)的氧化尾氣操作溫度為20?60°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG ;二級分液罐(4)的氧化尾氣操作溫度為O?30°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG ;三級分液罐(7)的膨脹機出口氧化尾氣操作溫度為-50?_10°C，操作壓力為0.0?0.3MPaG ;膨脹機(6)入口氧化尾氣操作溫度為O?70°C，操作壓力為0.1?0.6MPaG ;膨脹機(6)出口氧化尾氣操作溫度為-50?_10°C，操作壓力為0.0?0.3MPaG ;空壓機(8)操作溫度為O?120°C，操作壓力為 0.0 ?1.2MPaGo7.根據權利要求6所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級分液罐(2)的氧化尾氣操作溫度為25?55°C，操作壓力為0.15?0.55MPaG ;二級分液罐(4)的氧化尾氣操作溫度為O?20°C，操作壓力為0.15?0.55MPaG ;三級分液罐(7)的膨脹機出口氧化尾氣操作溫度為-45?_15°C，操作壓力為0.0?0.2MPaG ;膨脹機(6)入口氧化尾氣操作溫度為5?60°C，操作壓力為0.15?0.55MPaG ;膨脹機(6)出口氧化尾氣操作溫度為-45?_15°C，操作壓力為0.1?0.2MPaG ;空壓機(8)操作溫度為20?100°C，操作壓力為0.0?1.0MPaG08.根據權利要求7所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級分液罐(2)的氧化尾氣操作溫度為30?50°C;操作壓力為0.2?0.5MPaG ;二級分液罐(4)的氧化尾氣操作溫度為O?10°C;操作壓力為0.2?0.5MPaG ;三級分液罐(7)的膨脹機出口氧化尾氣操作溫度為-40?-20 °C ;操作壓力為0.0?0.1MPaG ;膨脹機(6)入口氧化尾氣操作溫度為10?50°C ;操作壓力為0.2?0.5MPaG ;膨脹機(6)出口氧化尾氣操作溫度為-40?-20 °C ;操作壓力為0.0?0.1MPaG ;空壓機(8)操作溫度為40?80 °C ;操作壓力為 0.0 ?0.8MPaGo9.根據權利要求1所述苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，其特征在于所述一級冷凝器(I)管側為冷卻水。
【專利摘要】本發明涉及一種苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，主要解決現有技術中存在微量有機物無法回收、能量利用不合理的問題。本發明通過采用一種苯酚丙酮裝置氧化尾氣能量回收的方法，氧化尾氣(9)通過一級冷凝器(1)冷凝后進入一級分液罐(2)，分離出的氣相(11)進入二級換熱器(3)進一步冷凝后進入二級分液罐(4)，分離出的氣相(14)作為冷源進入三級換熱器(5)，利用空壓機(8)出口的高溫壓縮空氣(24)作為熱源將氧化尾氣加熱升溫后進入膨脹機(6)膨脹制冷，膨脹機(6)出口氧化尾氣(17)進入三級分液罐(7)，分出的氣相(18)作為冷源返回二級換熱器(3)，與熱源尾氣換熱升溫后排至焚燒處理系統的技術方案較好地解決了上述問題，可用于苯酚丙酮裝置中。
【IPC分類】B01D5/00
【公開號】CN105169740
【申請號】
【發明人】楊軍, 顧靜苒, 徐爾玲, 李勇, 何琨
【申請人】中石化上海工程有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司
【公開日】2015年12月23日
【申請日】2015年10月12日