蘇佳林，董忠哲，郭鑫

（昱創(chuàng)（天津）化工科技有限公司，天津武清 301705）

C6～C8芳烴是生產(chǎn)聚苯乙烯、滌綸等化工品的重要原料，由于碳數(shù)相同的芳烴與非芳烴的沸點十分接近且芳烴可與非芳烴形成眾多共沸物，因此從烴類混合中分離芳烴主要采用溶劑液液抽提和抽提蒸餾兩種工藝[1]。液液抽提工藝是利用溶劑對芳烴和非芳烴的不同溶解度以實現(xiàn)芳烴與非芳烴分離，得到純度較高的芳烴產(chǎn)品，其中以環(huán)丁砜為溶劑的抽提工藝應(yīng)用最多，具有投資低、芳烴產(chǎn)品純度及收率高等優(yōu)點[2]。

化工流程模擬自1950年發(fā)展至今已普遍應(yīng)用于石油化工的設(shè)計、研發(fā)和生產(chǎn)優(yōu)化過程，大大縮短了新工藝的研發(fā)和已有工藝的優(yōu)化周期，當前國內(nèi)對環(huán)丁砜芳烴抽提工藝的模擬進行了較多的研究[3-5]。

某廠將環(huán)丁砜液液抽提工藝用于從催化裂解汽油中分離出高純的芳烴（苯、甲苯、二甲苯）產(chǎn)品，文章在原有設(shè)計的基礎(chǔ)上，利用流程模擬軟件建立了環(huán)丁砜芳烴抽提工藝的模型，并在此基礎(chǔ)上對原有工藝參數(shù)進行了分析和優(yōu)化，達到了提高芳烴收率和降低裝置能耗的效果。

1 工藝流程

環(huán)丁砜液液抽提工藝流程如圖1所示，原料進入抽提塔68#塔板（自上而下）與貧溶劑逆流接觸，抽提塔頂抽余油經(jīng)冷卻器冷卻后進入抽余油水洗塔塔底，與塔頂進入的水洗水逆流接觸脫除其中夾帶的溶劑，抽提塔塔底富溶劑與貧溶劑換熱后進入提餾塔塔頂；在提餾塔中脫除富溶劑中的非芳烴，塔頂非芳烴（含有部分芳烴）與水分相后，其中烴相作為回流返回抽提塔塔底進一步回收芳烴，水相與抽余油水洗塔底水洗水混合后進入水汽提塔塔頂，提餾塔塔底溶解有芳烴的溶劑進入回收塔18#塔板（自上而下），回收塔在真空條件下操作，芳烴與水形成共沸物在回收塔塔頂分相后混合芳烴進入后續(xù)裝置，水相進入抽余油水洗塔塔頂，回收塔塔底大部分貧溶劑作為水汽提塔再沸器熱源，并與抽提塔塔底富溶劑換熱后進入抽提塔塔頂回用，回收塔塔底少部分貧溶劑進入溶劑再生塔塔底進行溶劑再生；抽余油水洗塔塔頂為抽余油，塔底為水洗水進入水汽提塔塔頂；水汽提塔塔頂氣相夾帶有少量烴類返回提餾塔塔頂回流罐，水汽提塔塔釜氣相進入溶劑再生塔，塔釜液相進入回收塔塔底；溶劑回收塔塔頂氣相返回至回收塔塔底，溶劑再生塔塔底定期排放重組分。

芳烴抽提原料主要為催化裂解汽油及部分苯乙烯裝置的混合芳烴，其組成如表1所示。

圖1 環(huán)丁砜液液抽提工藝流程

表1 芳烴抽提裝置原料組成

2 芳烴抽提過程模型的建立及驗證

環(huán)丁砜液液抽提過程是利用環(huán)丁砜對芳烴及非芳烴的溶解度不同從而實現(xiàn)芳烴與非芳烴的分離，過程中涉及到液液平衡和氣液平衡的計算，尤其是抽提塔的計算為其中的難點，因為溶劑為非極性物質(zhì)，且涉及到的組分較多。芳烴抽提過程的模擬多采用基于局部組成概念的活度系數(shù)方程，活度系數(shù)方程可以利用二元交互參數(shù)計算多元物系的氣液平衡和液液平衡。

采用NRTL作為全流程的計算方程，其中烴類在溶劑中的溶解度可用相應(yīng)的無限稀釋活度系數(shù)表示[6]，而流程模擬軟件中可直接對二元組分間的無限稀釋活度系數(shù)進行修正，因此對烷烴、環(huán)烷烴、芳烴與溶劑的無限稀釋活度系數(shù)進行了修正，以滿足計算的準確性和精度要求。

2.1 液液平衡的驗證

抽提塔模擬的主要是液液平衡的計算，芳烴抽提過程中涉及到的烴類多達200多個，研究每個烴類與溶劑的液液相平衡不大可能也無必要，過度回歸反而降低了計算的準確性，因此在模擬過程中未采用全組分，只針對不同的碳數(shù)及族組成選用了一種代表性的物質(zhì)進行了表示，同時收集了部分50℃三元物系的液液平衡數(shù)據(jù)[6-9]，對修正后的方程的準確性進行了驗證，如圖2～6所示。由圖2～6可知，計算結(jié)果與文獻值符合性較好。

2.2 原設(shè)計值與模擬值對比

芳烴抽提過程除了液液平衡外，提餾塔、回收塔涉及氣液平衡計算，利用流程模擬軟件對原設(shè)計流程進行了模擬計算，表2為芳烴抽提工藝原設(shè)計值與模擬值的對比。由表2可知，模擬值與原設(shè)計值的符合性較好，驗證了選擇的熱力學(xué)方法和模型可用于芳烴抽提過程的模擬計算，模擬流程見圖7。

圖2 環(huán)丁砜—苯—環(huán)己烷液液平衡

圖3 環(huán)丁砜—乙苯—環(huán)己烷液液平衡

圖4 環(huán)丁砜—正庚烷—甲苯液液平衡

圖5 環(huán)丁砜—正己烷—苯液液平衡

圖6 環(huán)丁砜—正辛烷—二甲苯液液平衡

3 流程的優(yōu)化

3.1 提餾塔的操作壓力

提餾塔原設(shè)計操作壓力為0.1 MPa，該設(shè)計值偏高，不僅不利于將富溶劑中非芳烴蒸出，提餾塔底溫度也偏高（181℃），且能耗也較高。在現(xiàn)有提餾塔內(nèi)件的基礎(chǔ)上，將提餾塔的操作壓力降至0.07 MPa，在其他條件保持不變的情況下，提餾塔底溫度降為173℃，塔頂溫度為114℃，再沸器負荷相較原來降低了10.7%，節(jié)能效果比較明顯。

表2 原設(shè)計值與模擬值的對比

提餾塔原塔內(nèi)件采用了浮閥，提餾塔的壓力降低后，塔內(nèi)氣相體積流量增大約15%，液相負荷幾乎無變化，相當于增大了提餾塔的負荷，經(jīng)核算，原提餾塔板孔動能因子為7.27 Pa0.5，降低壓力后，板孔動能因子為8.36 Pa0.5，仍在浮閥塔的高效區(qū)內(nèi)，原塔可滿足操作要求。

3.2 回收塔的操作壓力和塔釜溫度

回收塔原設(shè)計操作壓力為-0.03 MPa，回收塔應(yīng)在盡量低的操作壓力下運行，以防止塔釜貧溶劑因溫度過高發(fā)生變質(zhì)，根據(jù)經(jīng)驗及文獻所述[6]，將回收塔操作壓力降至-0.04 MPa。降低操作壓力后，在同樣的塔底溫度和溶劑比情況下，可降低塔底貧溶劑的含水量，有利于提高芳烴收率，尤其是二甲苯收率提高至95.6%?；厥账?nèi)件采用了浮閥，通過對回收塔的水力學(xué)核算發(fā)現(xiàn)，壓力降低后板孔動能因子為8.52 Pa0.5，原塔仍可滿足操作要求。

圖7 模擬工藝流程

原設(shè)計回收塔塔底溫度為170℃，該溫度偏低，造成貧溶劑中水含量偏高，不利于芳烴在溶劑中的溶解，二甲苯收率較低。圖8為回收塔塔底溫度與芳烴收率的關(guān)系，由圖8可以看出，隨回收塔塔底溫度的升高，苯及甲苯收率隨回收塔塔底溫度升高先增大后減小，二甲苯收率隨回收塔塔底溫度升高增大。分析其原因認為隨著回收塔塔底溫度的升高，貧溶劑中含水量進一步降低，溶劑對于芳烴的溶解能力增大，使得芳烴的收率增大，但同時也使得溶劑對于非芳烴的溶解能力也增大，尤其是對分子量小的非芳烴，在同樣的回流比情況下，抽提塔回流中非芳烴的含量增大，到一定程度反而影響了芳烴的收率。將回收塔塔底溫度提高至174℃，此時二甲苯的收率提高至96.1%。

圖8 回收塔塔底溫度與芳烴收率的關(guān)系

圖9 回收塔回流比（對產(chǎn)品）與再沸器及空冷器負荷的關(guān)系

3.3 蒸汽凝液能量的回收

降低了提餾塔的操作壓力，則提餾塔塔底溫度降低，造成回收塔的進料溫度降低，即增大了回收塔的再沸器負荷。提餾塔、回收塔及溶劑再生塔均采用了2.2 MPa的飽和蒸汽，用部分蒸汽凝液預(yù)熱回收塔進料至180℃，以充分回收裝置中的熱量。由于只利用了部分蒸汽凝液的能量，不會對整體的公用工程系統(tǒng)造成影響。

3.4 回收塔回流比

為保證回收塔塔頂?shù)幕旌戏紵N中少夾帶環(huán)丁砜溶劑，回收塔要保證一定的回流比，一般控制在0.65左右[10]，圖9為回收塔回流比（對產(chǎn)品）與回收塔再沸器及塔頂空冷器負荷的關(guān)系。由圖9可以看出，隨回收塔回流比增大，回收塔再沸器及塔頂空冷器負荷增大，此時對于芳烴收率的影響不大，因此將回收塔的回流比設(shè)為0.62較為合適。

通過以上分析，在對現(xiàn)有工藝及操作條件進行了一系列的優(yōu)化，芳烴收率有所提高，其中苯收率為99.96%、甲苯99.94%、二甲苯96.1%，比原設(shè)計綜合能耗降低了7.08%，取得了較好的節(jié)能降耗效果，優(yōu)化后主要操作參數(shù)及優(yōu)化前后冷換設(shè)備負荷對比見表3、4。

表3 優(yōu)化后主要操作參數(shù)

表4 優(yōu)化前后冷換設(shè)備負荷對比

續(xù)表

4 結(jié)論

1）利用流程模擬軟件建立了環(huán)丁砜液液抽提工藝的模型，計算值與文獻及原設(shè)計值符合性較好；

2）分析及優(yōu)化了提餾塔塔頂壓力、回收塔塔頂壓力、塔底溫度及回流比，得到了較優(yōu)的操作參數(shù)，新增了回收塔進料預(yù)熱器；

3）結(jié)合軟件模擬結(jié)果，對現(xiàn)有工藝及操作條件進行了優(yōu)化，芳烴收率有所提高，其中苯收率達到99.96%、甲苯99.94%、二甲苯96.1%，比原設(shè)計綜合能耗降低了7.08%。