王福明

（上海華誼工程有限公司，上海200235）

氯化芐是氯堿企業(yè)配套的重要氯產(chǎn)品，其生產(chǎn)原料為甲苯和氯氣。筆者參與了某30 kt/a氯化芐項(xiàng)目中甲苯精制流程的優(yōu)化工作，由于該項(xiàng)目業(yè)主方之前已有1套類似裝置的運(yùn)行經(jīng)驗(yàn)，因此最初建議照原有裝置中的流程重新設(shè)計(jì)。但業(yè)主希望能進(jìn)一步降低精餾后精甲苯中含水量及精餾系統(tǒng)的能耗等技術(shù)問題。本文就該項(xiàng)目流程優(yōu)化思路以及優(yōu)化前后工藝流程、設(shè)備和能耗等變化做逐一分析和總結(jié)。

1 工藝流程及其優(yōu)化思路

1.1 基本反應(yīng)

甲苯和氯氣在光催化條件下，發(fā)生如下主反應(yīng)：

從副反應(yīng)中可以看出，原料甲苯中若含有水，二氯芐中的Cl原子易被反應(yīng)條件下形成的—OH取代生成苯甲醛。生成苯甲醛的量一般與甲苯中的含水量成正比[1]。

1.2 原工藝流程

甲苯儲罐來的粗甲苯原料中含水質(zhì)量分?jǐn)?shù)約0.02%。粗甲苯經(jīng)甲苯預(yù)熱器預(yù)熱后送入甲苯精制塔，預(yù)熱后粗甲苯進(jìn)料溫度110℃，從精制塔塔頂往下第1段填料下方進(jìn)入，塔頂氣相出口的甲苯和水經(jīng)塔頂冷凝器冷凝后通過氣液分離器，液相進(jìn)入到甲苯分水罐，由于甲苯和水不互溶，且水的密度大于甲苯密度，因此甲苯和水在分水罐中分層，上層為甲苯，通過分水罐上溢流口回流至塔頂；下層水通過分水罐上界面計(jì)間歇排放，塔頂溫度約110.8℃，操作壓力0.102 MPa，接近常壓；塔釜溫度約112℃，壓力0.105。塔釜精制后的精甲苯通過塔底冷卻器進(jìn)入精甲苯中間罐，再經(jīng)精甲苯泵送去氯化反應(yīng)器。

圖1 原工藝流程Fig 1 The original process flow

其對應(yīng)管道及儀表流程詳見圖1所示。

1.3 流程優(yōu)化過程分析

1.3.1 甲苯預(yù)熱器熱源

從工藝流程中可看出，甲苯預(yù)熱器采用蒸汽預(yù)熱，蒸汽規(guī)格為0.4 MPa（表)飽和水蒸汽，塔底冷卻器采用循環(huán)水冷卻。循環(huán)水上水溫度32℃，回水溫度37℃，塔底冷卻后精甲苯溫度40℃，因此考慮將甲苯預(yù)熱器熱源由飽和蒸汽改為利用塔底112℃的精甲苯，同時還可降低塔底冷卻器所需循環(huán)水用量。

塔底冷卻器采用循環(huán)水冷卻和采用粗甲苯進(jìn)料冷卻的比較如下：

1)采用循環(huán)水冷卻時，原換熱器外形尺寸為φ325 mm×4 500 mm，四管程，管程走精甲苯液體，進(jìn)出口溫度分別為112℃和40℃，殼程走循環(huán)冷卻水，進(jìn)出口溫度分別為32℃和37℃，換熱面積19 m2，換熱管54根，熱負(fù)荷約368 GJ/h，對數(shù)溫差△θm為28.3℃，傳熱系數(shù)872 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯液體流速0.21m/s，傳熱系數(shù)1 151 MJ/(h·m2)；殼程循環(huán)水流速0.53m/s，傳熱系數(shù)16.77 GJ/(h·m2)。實(shí)際和需求換熱面積比1.266。

2)采用進(jìn)料粗甲苯與采出的精甲苯互為換熱，且塔底冷卻器外型尺寸為不變時。

①保證甲苯精制塔塔釜精甲苯出料從112℃冷卻至40℃。此時進(jìn)料粗甲苯物料可從25℃加熱至99.6℃。換熱器僅可以采用單管程，管程走精甲苯液體，進(jìn)出口溫度分別為112℃和40℃，殼程走粗甲苯冷介質(zhì)，進(jìn)出口溫度分別為25℃和99.6℃，換熱面積22 m2，換熱管63根，熱負(fù)荷368 GJ/h，△θm為13.56℃，傳熱系數(shù)327.8 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯熱介質(zhì)流速0.04m/s，傳熱系數(shù)464.8 MJ/(h·m2)；殼程粗甲苯冷介質(zhì)流速0.14 m/s，傳熱系數(shù)1 352 MJ/(h·m2)。實(shí)際和需求換熱面積比0.266，換熱面積遠(yuǎn)遠(yuǎn)不夠。管殼側(cè)介質(zhì)對調(diào)后傳熱系數(shù)基本沒有變化。

②保證該換熱面積足夠時所能達(dá)到的換熱量：換熱面積22m2，換熱管63根，與上面相同。此時粗甲苯物料可從25℃加熱至79.6℃。換熱器也僅可以采用單管程，管程同樣走精甲苯熱介質(zhì)，進(jìn)出口溫度分別為112℃和65℃，殼程走粗甲苯冷介質(zhì)，進(jìn)出口溫度分別為25℃和76.7℃，熱負(fù)荷248 GJ/h，△θm為37.48℃，傳熱系數(shù)383 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯熱介質(zhì)流速為0.04m/s，傳熱系數(shù)599MJ/(h·m2)；殼程粗甲苯冷介質(zhì)流速為0.14 m/s，傳熱系數(shù)1 294 MJ/(h·m2)。實(shí)際和需求的換熱面積比為1.277。精制塔塔釜采出物料冷卻后未能達(dá)到40℃。

從以上分析計(jì)算結(jié)果可知，若要實(shí)現(xiàn)既節(jié)約能量，同時又能滿足冷熱介質(zhì)出口溫度的要求，初步考慮有以下2種整改方案：

1)使用單個換熱器，先將精甲苯熱介質(zhì)冷卻至40℃，此時粗甲苯冷介質(zhì)出口溫度可達(dá)到約100℃，但此時粗甲苯和精甲苯換熱用換熱器面積將會由于對數(shù)溫差和傳熱系數(shù)極低而非常不經(jīng)濟(jì)。

2)使用2個換熱器，保持原塔底冷卻器外型不變，改為單管程，換熱面積和換熱管數(shù)量分別調(diào)整為22 m2和63根，先將精甲苯冷卻至65℃，其出口再增加1個采用循環(huán)水冷卻的換熱器，將精甲苯由65℃再冷卻至40℃，粗甲苯加熱至76.7℃后直接進(jìn)甲苯精制塔，該方案對甲苯精制塔的影響需要結(jié)合對精制塔所做的優(yōu)化后才可判斷。

1.3.2 精制塔進(jìn)料位置

該精制塔塔內(nèi)件為散堆填料，原流程中粗甲苯進(jìn)料位置在精制塔塔頂?shù)谝欢翁盍舷路轿恢?，其上方還有相當(dāng)于2塊理論板高度的填料床層，考慮到該精制塔的目的在于盡可能脫除甲苯中的水，從而在塔釜獲得盡可能純的甲苯，而塔頂出料中的水通過分層后采出，因此對塔頂餾出液純度要求不高，也即該塔只要能起到逐板提取下降液相中易揮發(fā)組分的作用即可[2]。

經(jīng)過分析可知，可將原設(shè)置在塔頂?shù)?段填料下方的進(jìn)料移至塔頂，同時可將塔頂40℃回流物料移至粗甲苯中間罐，與其中的常溫粗甲苯一起經(jīng)過預(yù)熱器后再進(jìn)入塔頂。

2 優(yōu)化后的工藝流程及比較

2.1 工藝流程

從以上分析中可知，將需加熱的常溫原料粗甲苯與精制塔塔底出料精甲苯互為換熱，可有效減少循環(huán)水和蒸汽消耗量，同時考慮到溫差和傳熱系數(shù)因素，將粗甲苯加熱至76.7℃后直接進(jìn)精制塔，并在甲苯預(yù)熱器出口利用循環(huán)水將已冷卻至65℃的精甲苯再冷卻至40℃。

優(yōu)化后工藝流程見圖2所示。該流程與原流程的差異在于，甲苯預(yù)熱器采用粗甲苯和精甲苯互為換熱，同時粗甲苯進(jìn)料位置由原第1段填料下方移至塔頂位置，塔頂回流甲苯改為進(jìn)粗苯中間罐，其余與原流程相同。

圖2 優(yōu)化后工藝流程Fig 2 The optimized process flow

2.2 設(shè)備比較

1)甲苯精制塔。優(yōu)化前塔徑300mm，填料節(jié)共3段，塔頂回流至進(jìn)料之間一段1.5 m，進(jìn)料口下方2段共6m；優(yōu)化后塔徑不變，總填料塔節(jié)高度不變，共7.5 m，進(jìn)料處于原塔頂回流位置，原回流口取消。

2)塔頂冷凝器。優(yōu)化前外型φ273 mm×2 000 mm，換熱面積6.44 m2，循環(huán)水用量約5 t/h；優(yōu)化后外型尺寸調(diào)為φ273 mm×1 500 mm，換熱面積4.83 m2，循環(huán)水用量約2.3 t/h。優(yōu)化前后循環(huán)水用量減少約2.7 t/h。

3)再沸器。優(yōu)化前設(shè)備外型φ219 mm×1 500 mm，換熱面積3.18 m2，0.4 MPa（表壓）飽和蒸汽用量約60 kg/h，實(shí)際與需求的換熱面積比為2.7；優(yōu)化后設(shè)備外型尺寸和換熱面積不變，0.4 MPa（表壓）飽和蒸汽用量增加至約120 kg/h，實(shí)際與需求的換熱面積比變?yōu)?.55。優(yōu)化前后蒸汽用量增加約60 kg/h。

4)甲苯預(yù)熱器。優(yōu)化前該設(shè)備外型φ273mm×3000 mm，換熱面積7.07 m2，0.4 MPa（表壓）飽和蒸汽用量約267 kg/h；優(yōu)化后設(shè)備外型尺寸φ325mm×4 500 mm，換熱管63根，換熱面積約22m2。優(yōu)化前后蒸汽用量減少約267 kg/h。

5)塔底冷卻器。優(yōu)化前設(shè)備外型φ325mm×4 500 mm，采用4管程，換熱管54根，換熱面積19 m2，循環(huán)水用量約17.6 t/h；優(yōu)化后設(shè)備外型尺寸φ300mm×3 000mm，4管程，換熱管48根，換熱面積11.31 m2，循環(huán)水用量約需5.8 t/h。優(yōu)化前后循環(huán)水用量減少約11.8 t/h。

綜上所述，優(yōu)化前后設(shè)備個數(shù)不變，甲苯精制塔塔徑和塔高沒有變化，甲苯預(yù)熱器換熱面積增加較大，但甲苯塔頂冷凝器和塔底冷卻器換熱面積有所減少。

2.3 公用工程消耗比較

從以上比較中可知，優(yōu)化前后0.4 MPa（表壓）飽和蒸汽用量共減少約200 kg/h，32～37℃循環(huán)水用量共減少約14.5 t/h。

2.4 精甲苯中水含量比較

利用流程模擬軟件，對優(yōu)化前后流程分別做了模擬。計(jì)算結(jié)果列于表1中。

表1 優(yōu)化前后塔底出料精甲苯流量和水含量比較Tab 1 Contrastof pure toluene flow rate and water content in bottom discharge before and after optimization

表1結(jié)果表明，將原料粗甲苯進(jìn)料位置從第1段填料下方調(diào)整至塔頂后，塔底出料精甲苯中水含量降低了2個數(shù)量級，說明該優(yōu)化基本能實(shí)現(xiàn)對精制后精甲苯濃度的進(jìn)一步提高。

3 小結(jié)

結(jié)合筆者工作中遇到的設(shè)計(jì)實(shí)例，對氯化芐甲苯精制流程優(yōu)化過程做了分析和總結(jié)，結(jié)果表明，通過對粗甲苯原料和精制后精甲苯互為換熱，可減少甲苯精制流程中循環(huán)水和飽和蒸汽用量；通過將粗甲苯進(jìn)料位置從精制塔第1段填料下方調(diào)整至塔頂，可進(jìn)一步提高精制后精甲苯的純度。

[1]李國生.氯化芐生產(chǎn)工藝的改進(jìn)[J].中國氯堿,2007,11(11):8-9.

[2]王松漢.石油化工設(shè)計(jì)手冊 第3卷:化工單元過程[M].北京:化學(xué)工業(yè)出版社社,2001:1103.