焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺的改进与模拟_李春利

1、焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺的改进与模拟李春利,宋博,方静,宋志英,范喜频(河北工业大学化学工程研究所,天津300130摘要:对以NFM 为溶剂的Morphylane 萃取精馏工艺进行优化,将原工艺中萃取精馏塔和溶剂回收塔合并为一塔,应用PR O /II 软件对优化后的新塔进行模拟计算,考察了理论板数、溶剂比、进料位置、溶剂温度等因素对分离效果的影响,确定了较优的操作条件。与原工艺相比,萃取精馏塔理论板数减少5块,塔釜再沸器能耗减少4.29%,塔顶冷凝器负荷减少24.43%,塔顶非芳烃中的芳烃含量降低了14.95%。关键词:焦化粗苯;N -甲酰吗啉;萃取精馏;模拟;优化中图分类号:TQ028.

2、13;TQ420.66文献标识码:A 文章编号:0253-4320(2007S2-0437-03Optimization and simulation of the extractive distillation process of cokingcrude benzol hydro -refiningLI Chun -li ,SO NG Bo ,FANG Jing ,SONG Zhi -ying ,FA N Xi -pin(Institute of Chemical En gineering ,Hebei University of Technology ,Tianjin 300130,Ch

3、ina Abstract :The extractive colu mn and solvent recovery column in original Morphylane extractive distillation process ,which used N -formylmorpholine as solvent were combined .B y studying the effect of theoretical plate numbers ,solvent ratio ,feed stage ,and temperature of solvent on product rec

4、overy ratio with PRO /II soft ware ,opti mu m operating parameters for the new extractive column were obtained .Comparing with the original extractive distillation process ,theoretical plate numbers were reduced 5,heat duty of reboiler was saved 4.29%,refrigeration duty of condenser was saved 24.4%.

5、Key words :coking crude benzol ;N -formylmorpholine ;extractive distillation ;simulation ;optimization收稿日期:2007-09-24 作者简介:李春利(1963-男,教授,博士生导师,022-*,CTSTLCL hebut .edu .cn 。在焦化粗苯精制方面,目前国内外普遍采用的方法有酸洗法和加氢法两大类1-2。为满足产品质量、收率及环境保护等方面的要求,粗苯加氢精制已成为将来焦化粗苯加工的主要趋势。粗苯加氢得到的加氢油含芳烃组分(苯和甲苯和一些与苯沸点相近及易于与苯形成共沸体系的庚烷、环

6、己烷、二甲基戊烷等非芳烃。分离芳烃的方法有液/液萃取法、吸附法、萃取精馏法等3,目前溶剂萃取法是国外工业生产芳烃的主要手段,而萃取精馏法特别适合于芳烃含量高的原料,如裂解汽油或焦炉粗苯。萃取精馏法以德国KRUPP KOPPER 公司的Morphylane 工艺为代表4-7,该工艺采用N -甲酰吗啉(NFM 为溶剂,通过向原料中加入NFM ,增加了非芳烃和芳烃的相对挥发度,使其从芳烃中分离除去。笔者针对从国外引进的Morphylane 萃取精馏工艺进行优化,应用PRO /II 软件对新工艺进行模拟计算,得出优化后的操作参数,为工业设计提供基础数据。1原萃取精馏工艺流程及存在的问题1.1原萃取精馏

7、工艺流程原萃取精馏工艺流程如图1所示。原料由芳烃和非芳烃组成,经萃取精馏塔C301的中上部引入。含少量杂质的NFM (贫溶剂由塔顶部注入,将原料中的芳烃从汽相中洗下。萃取精馏塔C301塔顶馏出非芳烃蒸汽中的少量溶剂在溶剂回收塔C302中经分馏回收,C301塔底部得到的溶剂和芳烃混合物1萃取精馏塔(C301;2溶剂回收塔(C302;3解析塔(C303;4分离塔(C304图1萃取精馏工艺流程437第27卷增刊(2现代化工Nov .20072007年11月Modern Chemical Industry DOI :10.16606/j .cn ki .issn 0253-4320.2007.s2.0

8、76(富溶剂送到解吸塔C303。解吸塔C303底部排出解吸后的热贫溶剂,经泵加压通过几个换热器,而后送回到萃取精馏塔C301顶部循环使用。解吸塔C303顶部芳烃产品被送至分离塔C304,分离成纯苯和硝化级甲苯。1.2原工艺存在的问题与优化思路原工艺存在以下几点问题:萃取精馏塔C301顶部非芳烃产品中的芳烃含量偏高,减低了芳烃的收率;溶剂回收塔C302的作用只是去除非芳烃蒸汽中的微量NFM ,即回收溶剂。塔板数虽然少,但同样占用了一定的空间;原流程的投资大,操作费用高,单板效率低;原工艺流程长,在物料的传递中也有一定的热量损耗。基于以上分析,笔者认为回收溶剂可在萃取精馏塔中进行,即在萃取精馏塔的

9、上部增加溶剂回收段,这样可将萃取精馏塔和溶剂回收塔合二为一,以期望能够降低非芳烃中的芳烃含量、简化流程、减少投资、降低能耗。基于这种想法,本文对萃取精馏的工艺流程进行了优化与模拟。2工艺流程的优化方案优化以后的工艺流程如图2所示。原料经萃取精馏塔C3012中上部引入,贫溶剂从塔顶部注入,塔顶蒸汽经冷凝后一部分作为回流,其余非芳烃产品直接排出,塔底部产品为富溶剂。萃取精馏塔C3012实现了非芳烃组分从原料中的分离以及非芳烃蒸汽中溶剂的回收,优化后工艺的其他部分与优化前相同 。1萃取精馏塔(C3012;2解析塔(C303;3分离塔(C304图2优化的工艺流程3新流程中萃取精馏塔的模拟和优化3.1模

10、拟优化的目标计算机模拟的目的是为实际工业设计和生产操作提供理论依据。本文中处理的原料中芳烃含量大于90%,处理量为4.56.0t /h 。模拟优化的基本目的是使产品质量符合规定要求。在整个萃取精馏 工艺中,萃取精馏塔是决定芳烃的收率和纯度的关键,故本文的模拟研究主要针对萃取精馏塔,即保证萃取精馏塔顶非芳烃中的芳烃质量分数小于5%。达到上述目标的同时,经济上要有效。获得产品高收率和最低的能耗,是萃取精馏塔的优化操作目标。模拟计算是在保证所有的非芳烃都能从塔顶馏出的条件下进行的,故表示分离效果时,只考虑非芳烃中的芳烃含量,即收率的影响。讨论某一参数对流程的影响是在其他工艺参数保持不变的情况下,单独

11、改变该工艺参数进行的。萃取精馏塔模拟计算的其他基础数据见表1。表1萃取精馏塔模拟计算的基础数据进料芳烃质量分数/%90进料流量/(t h -14.56.0进料温度/40进料板数20回流率0.81.0精馏芳烃质量分数/%53.2萃取精馏塔工艺参数的模拟优化3.2.1理论板数的优化原流程中萃取精馏塔理论板数为50块,溶剂回收塔为20块,合并后新的萃取精馏塔的理论板数与分离效果关系如图3所示,理论板数对塔釜温度的影响如图4所示。由图看出,随着理论板数的增加,非芳烃中的芳烃含量呈下降趋势,塔釜温度略有上升。但是当理论板数小于65块,塔釜模拟结果中出现非芳烃。因此综合考虑选取理论板数为65块。图3理论板

12、数对分离效果的影响图4理论板数对塔釜温度的影响3.2.2原料进料位置的优化由图5看出,随着进料位置下移,塔顶非芳烃组438现代化工第27卷增刊(2分中芳烃含量先降低而后又升高。这是因为当进料位置偏上时,精馏段减少,溶剂与原料没有进行充分的接触传质,因此塔顶芳烃浓度较高。而进料位置偏下时提馏段减少,为保证塔釜产品合格,塔内负荷增加,被溶剂带到塔顶的芳烃也随之增加。从图中看出进料板在第38块板最为合适 。图5进料位置对分离效果的影响3.2.3溶剂比对分离效果的影响由图6看出,随着溶剂比的增加,塔顶非芳烃组分中芳烃含量呈下降趋势。说明增加溶剂用量能够提高产品质量,减少芳烃的损失。但是相应的操作费用增

13、加,如液相流量变大,使得塔径变大。而且如图7所示,随着溶剂比的增加塔釜温度升高,将使塔的热负荷增加,能耗增加,因此综合考虑确定溶剂比为5.5 。图6 溶剂比对分离效果的影响图7溶剂比对塔釜温度的影响3.2.4溶剂温度对分离效果的影响由图8看出,随NFM 进料温度的提高,塔顶产品中芳烃含量先下降后升高,当NFM 温度在90110之间时,非芳烃中的芳烃含量最低。当温度高于110,随塔内热负荷的增加,塔顶的蒸汽量增加,使得一部分芳烃进入塔顶蒸汽中,故溶剂的温度 不可过高或过低。图8萃取剂温度对分离效果的影响4模拟优化的结果4.1萃取精馏塔模拟结果萃取精馏塔模拟结果如表2所示。表2萃取精馏塔模拟结果理

14、论板数加料位置溶剂比溶剂温度/65385.5901104.2优化前后操作结果比较与原工艺相比新工艺具有流程短、设备数量少的优点。由表3数据看出,优化后的工艺不仅增强了分离效果,降低了萃取精馏塔顶非芳烃中的芳烃含量,而且减小了塔底再沸器和塔顶冷凝器的负荷,节省了能耗。在优化后的操作条件下,模拟表明分离塔C304能够得到质量大于99.99%的纯苯。因此综合考虑认为本文的工艺优化是可行的。表3工艺优化前后热负荷及分离效果的比较再沸器/MJ h -1冷凝器/MJ h -1精馏芳烃浓度/%C301塔9836.101.4968C302塔33.00140.40C3012塔9445.60106.101.273

15、1减少量/%4.2924.4314.95005结论(1针对原Morphylane 萃取精馏工艺存在的缺点进行优化,将原工艺中的萃取精馏塔C301和溶剂回收塔C302合并为塔C3012。(2应用PR O /II 软件对优化后的工艺进行模拟计算,萃取精馏塔的理论板数为65块,比原工艺减少了5块。得出优化后的操作条件:原料进料位置为第38块塔板,溶剂的进料温度为90,溶剂比为5.5。(3模拟结果表明,工艺优化后塔顶非芳烃中的芳烃含量下降了14.95%,塔底再沸器负荷降低了4.29%,塔顶冷凝器负荷降低了24.43%。(下转第442页4392007年11月李春利等:焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺的改进与

16、模拟低于20%时,滤饼变得十分坚硬,刮刀卸料困难,卸料故障率较高。综合考虑,笔者确定了预甩干时间为35min,一洗甩干时间为12min,脱水时间为35min。(3洗涤过程通过试验,GLZ1250-N离心机的一次可处理360kg含水质量分数为25%左右的脱钙渣,所以一个操作周期洗涤热水应为80kg。经试验知洗涤时间约为2min,洗涤效果佳。洗涤效果数据见表2。表2洗涤效果序号洗涤前滤饼中各成分质量分数/%一洗后渣中各成分质量分数/%二洗后渣中各成分质量分数/%水氰胺氮水氰胺氮水氰胺氮1473.174.01320.582.1240.271.8 2503.054.47290.402.2220.292

17、.1 3522.894.34340.782.84230.341.4 4463.654.45330.532.95200.282.2 5442.864.63301.122.65240.361.3 6392.784.17280.672.47230.282.1 7472.744.09291.242.38260.261.9 8462.634.12300.522.43180.171.6平均462.974.28310.732.5230.281.8(4卸料过程卸料时间也是影响生产周期的重要因素。GL1250-N离心机采用汽缸控制刮刀进行刮料。由于最后形成的滤饼厚度可达1520cm以上,滤饼又比较硬,所以必须协

18、调好刮刀的每次刮料厚度以及刮料速度,否则会使卸料过程不顺利,经常出现故障。通过试验,笔者设置了2个刮料过程。第一次刮去大部分滤饼,第二次则利用刮刀清除转鼓内的残料。还通过调整卸料时转鼓转速,多次调整控制程序,最后卸料时间控制在10min以内,达到了较理想的效果。2试验结果根据试验中各工序的测定,GLZ1250-N离心机各工序的操作时间见表3。表3GLZ1250-N离心机操作周期时间表min开机升速进料预甩干第1次洗涤第1次甩干240351212第2次洗涤脱水减速至卸料速度卸料操作周期12352106370通过试验可以看出,利用GLZ离心机处理脱钙渣,滤饼含湿率低,洗涤效果好,自动化程度高,操作

19、维护方便,可以代替原来使用的砂层真空过滤。离心机在三工段抽入使用3个多月来,笔者对渣含水量及洗涤效果进行跟踪,渣水分质量分数均达到25%以下,洗涤后渣中氰胺含量均在0.25%以下,达到和超过试验效果。(1渣中氰胺浓度降低后,生产每吨双氰胺产生含湿量为45%脱钙渣3t,改造后含湿质量分数降至25%,双氰胺质量分数为1.08%,氰胺转化率为90%,以年产双氰胺2500t计,每年可回收双氰胺为14.58t,脱钙渣经第2次洗涤后,氰胺质量分数从1.08%降至0.28%,氰胺转化率为90%,可回收双氰胺54t/a,2项合计68.58t,以双氰胺价格9500元/t,年创效益65.151万元。(2脱钙渣可售给水泥厂生产水泥用。该项效益:每吨含湿质量分数为25%脱钙渣的市场价格为20元/t。该项年效益15万元,若经过烘干加工制成轻碳酸钙则效益更好。(3节省细砂