焦化粗苯加氢精制分离工艺的优化及过程模拟

2008年第27卷增刊 化 工 进 展 C脏^仰CALINDUSTRYANDENG巧mER玳GPROGRESS ·377· 焦化粗苯加氢精制分离工艺的优化及过程模拟 黄国强，胡力，王红新，华超 (天津大学精馏技术国家工程研究中心，j匕洋精馏技术工程发展有限公司，天津300072) 摘要：苯和甲苯都是重要的4艺：r-原料，而焦化粗笨中舍有大量的苯、甲苯．本文介绍了对原有基于KK法 粗苯加氢精制分离工艺的优化改进。优化的重点是将萃取精馏塔与苯甲苯塔改为汽相进料的方式，并且利用 ProII软件对优化工艺进行了模拟，得到了萃取精馏塔的一系列优化后的操作参数。并且对萃取精馏塔得温度、 流量，各组分质量分布曲线进行了 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 ．通过对改进前后两种工艺的模拟结果的对比，发现汽相进料工艺能 在满足工艺要求的基础上，达到节能的目的，节能效果达到28．6％． 关键词：萃取精馏；粗苯加氢；苯；甲苯；汽相进料；节能 焦化粗苯是煤在炼焦煤气净化的副产物。工业 炼焦时，将煤粉放在隔绝空气的炼焦炉中加热，煤 热解后生成焦炭、煤焦油、焦炉气、粗氨水和焦化 粗苯。故只有在高温下炼焦，且有煤气洗苯和苯蒸 馏回收装置时，才能生产焦化粗苯。 焦化粗苯中含有大量的苯、甲苯、一些易与苯、 甲苯形成共沸物的烷烃和不饱和烃以及少量的C8 以上的莺芳烃物系。其中苯和甲苯是重要的化工原 料。纯苯广泛应用于合成树脂、合成纤维、医药、 农药等方面，随着其下游产品苯酚、苯乙烯、苯己 烷等生产能力的增加，我国对苯的需求将进一步的 增加，到2010年对苯的 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 观需求将达到650万吨。 甲苯是合成苯甲酸、甲苯二异氰酸酯、氯化甲苯等 化工产品的基本原料，尤其随着对苯和二甲苯需求 的迅速增长，必然刺激甲苯的需求量的增加，到 2010年我国对甲苯的需求将达到170万吨【l】。 年产量达到300万吨，但我国焦化粗苯的利用 率不到60％，而且90％Il】左右采用的酸洗法这种高 污染的生产模式。目前投产的有宝钢的15万妇， 石焦的5万妇和太化一期8万妇等采用的是低温 低压加氢精制的方法12】。此类精制法能够非常有效 的起到脱硫脱氮的作用，并且大大降低了反应阶段 对设备的要求，但是不论是UOP法还是KK法在加 氢后分离阶段仍然采用温度高、压力高的流程，换 热流程十分复杂，对设备、管道材料和工艺操作要 求严格，且一次性投资大、操作成本高。因此，如 何实现分离阶段的节能同时又是在温和的条件的操 作，这将具有重要的意义。．为此利用数学模拟的方 法，对粗苯加氢精制分离单元进行全流程的模拟， 以期为稳定操作，降低能耗，优化操作 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 条件提 供依据。 1基本理论 当混合溶液中两组分的沸点接近，或形成共沸 物，而用普通精馏很难或不可能将它们分离成两个 纯组分时，可以采用萃取精馏。萃取精馏的原理是 在精馏过程中外加入一种于混合液中某一组分有较 强亲和力的沸点高的溶剂(或称萃取剂)，使两组分 间的相对挥发度增大，因而可以比较容易的精馏方 法分离。 萃取精馏选择性的定义为，有溶剂与无溶剂情 况下轻重关键组分的相对挥发度之比 so=渊 ㈩ 因为萃取精馏通常在较低压力下进行，此时气 相可以认为是理想气体，所以一般只考虑液相的非 理想性。故式(1)可表示为 。 (芹％巳)有溶剂 (2) ’(私％D)无溶剂 其中，7i，纷分别为组分ij的活度系数；m， pj。为纯组分0的饱和蒸汽压。 因为两个二元纯组分的饱和蒸汽压的纯组分的 比值随温度的变化不大，而在无溶剂存在的情况下， 沸点接近的组分的活度系数)，．／yj近似为l，所以选 择性&可近似地由式(3)表示 r．，、 品=I且I有溶剂 (3) 。L乃J 即溶剂的选择性为有溶剂存在的条件下两组分 的活度系数之比。因此溶剂的加入能使组分的活度 系数有差异是萃取精馏的基础。 ·378· 化 工 进 展 2008年第27卷 粗苯原料经过加氢精制后得到的混合物，其组 分中含有沸点范围为66～99℃的饱和烃和103～ 120℃的不饱和烃分别与苯和甲苯形成共沸物，还 有与苯、甲苯沸点十分接近的一些化合物如环己 烷、甲基环己烷等，采取一般的普通精馏方法很难 精确分离或过程能耗较高，因此采用萃取精馏的方 法，通过加入萃取剂，改变各个组分的蒸汽压，提 高苯、甲苯与非芳烃的相对挥发度从而实现分离的 目的。 2工艺的优化 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 2．1原工艺流程 原工艺流程如图1所示，该分离工艺主要有4 个塔构成，即预分馏塔、萃取精馏塔、溶剂回收塔、 苯甲苯塔。原料(粗苯加氢液)由预蒸馏的中部加 入，该塔作用是脱去C8(包括C8)以上的重芳烃 物系，避免重芳烃对下步的萃取精馏过程产生影 响，同时降低了溶剂回收单元操作难度，使得溶剂 能够更好的回收利用。预蒸馏塔塔顶液相采出苯、 甲苯以及非芳烃的混合馏分进入萃取精馏塔。在进 料板的上部加入萃取剂(NI硼)，通过萃取精馏， 塔顶脱去轻组分非芳烃，塔底馏出富含苯、甲苯的 富溶剂进入后续的溶剂回收塔，塔釜回收溶剂，经 过溶剂再生系统循环利用，塔顶得到苯、甲苯馏分 进入苯甲苯塔，塔顶馏出高纯度苯，塔底得到硝化 液相BT馏分 图l原工艺流程图 2．2原工艺存在的问题及优化思路 原工艺存在一下几点问题：①预蒸馏塔与溶剂 回收塔塔顶冷凝器的负荷过大；②萃取精馏塔与苯 甲苯塔的塔釜热负荷过高；③萃取精馏塔采用液相 进料，使得提馏段向下流的液体总量增大，使得溶 剂的浓度降低，从而降低了分离效果。基于以上的 分析，作者认为，如果萃取精馏塔与苯甲苯塔采用 汽相进料的方式，不仅可以降低预分塔与溶剂回收 塔冷凝器和萃取精馏塔与苯甲苯塔再沸器的负荷， 同时也能提高萃取精馏塔的分离效果。因此本文对 粗苯加氢分离工艺进行了优化与模拟。 2．3工艺流程的优化及特点 2．3．1工艺流程的优化 优化后的工艺流程如图2所示，预蒸馏塔塔顶 馏分采用汽相采出直接进入萃取精馏塔，溶剂【璺1收 塔塔顶馏分同样采用汽相采出，直接进入苯甲苯塔 分离出苯与甲苯。其它工艺均不变。 隔一f汽相BT厶 l一，普烃^ 墅臀1洲 tt暑√Jj√■●- L-，—J 重芳烃 、 馏分 甲苯 2．3．2流程特点 (1)萃取精馏塔和苯甲苯塔采用汽相进料，不 仅能够大大降低萃取精馏塔和苯甲苯塔的热负荷， 而且能够减少预蒸馏塔和溶剂回收塔塔顶冷凝器的 负荷，从而达到节能的目的。 (2)各个塔均在温和的条件下进行操作，塔顶 压力(表压)均不超过O．1ma，其中预蒸馏塔塔 顶压力为0．08MPa，与现有的高压预分塔节能工 艺【3】相比，大大降低了塔的压力，从而降低了塔设 备的要求。 (3)萃取剂的选择。本工艺可以适用于多种实 现芳烃与非芳烃分离的萃取剂，如Ⅳ-甲酰吗啉、Ⅳ． 甲基吡咯烷酮、环丁砜、甘醇或它们之间按一定比 例的混合物。Ⅳ-甲基吡咯烷酮对烃类的溶解性太强， 而对芳烃的选择性较差，回收苯的时候收率偏低， 所以其使用受到很大的限制141；环丁砜更多的用于回 收裂解加氢汽油中的芳剧51，以及液液萃取分离芳烃 与非芳烃的工艺【61。本模拟过程选择NFM作为萃取 剂，由于其对芳烃的选择性高，同时对芳烃又有很 好的溶解性，热稳定性好、沸点高、无腐蚀性、不 与芳烃与非芳烃发生化学反应，在回收阶段易与苯 和甲苯分离。 (4)为了防止温度过高，使得NFM受热分解 或结交，溶剂回收塔采用负压操作，操作压力为40 kPa(绝压)。 一 篓 t 秣厂 一 一{1I√J．一一{1川J．一 一出fl。 叠 一采 一戥二黼{]“J。觑 甲 4-lL 卿 f旦l。 增刊 黄国强等：粗苯加氢精制分离工艺的优化及模拟 ·379· 3优化模拟 3．1模拟优化的目标 计算机模拟的目的是为了给实际工业设计和操 作提供理论依据，因此模拟必须以实际的工业目的 为原则。本模拟过程采用的进料为某实际工厂的原 料，其中芳烃的含量大于90％，处理量为6950kg／h， 模拟所要达到的指标是苯为99．9％以上，甲苯的纯 度为99％以上(硝化级)，芳烃的收率达到99％。 在整个工艺中，萃取精馏塔的工况影响着芳烃的萃 取纯度和收率。故本文的模拟主要针对萃取精馏塔， 保证达到以上指标，并且实现能耗的降低，是优化 的主要目标。 萃取精馏塔的模拟基础数据如表1所示。 表1萃取精馏塔的模拟基础数据 3．2理论板数的优化 理论板数对分离效果的影响可以从图3中看 出，随着板数的增加，本产品的纯度有所增加， 但是增加的幅度并不大，当理论板数为45块的 时候，本产品达不到要求，所以理论板数至少为 46块。考虑到随着板数的增加，塔的负荷就会增 大，而分离效果增加不明现，所以理论板数的选 为46块。 豢 求 咖 蜓 譬 将 理论板数 图3理论板数对产品纯度的影响 3．3进料位置的优化 由图4看出，进料板的位置从上往下移的过程 中产品苯的纯度呈先增大后减少的趋势。进料位置 太靠上，精馏段减少，原料与溶剂没有充分接触， 赫 求 豳{ 怛 蛊 将 10 15 20 25 30 35 加 进料位置 图4进料位置对产品纯度的影响 造成芳烃的流失，导致芳烃纯度的降低。进料位置 偏下时，提馏段减少，导致非芳不能完全从芳烃中 分离出来，造成产品纯度的下降，所以从图4中可 以看出，由第26或27块板进料较为合适。 3．4溶剂比的优化 由图5可以看出，随着溶剂比的增加，产品苯 的纯度也随之增加，这是由于溶剂浓度的增加，提 高的分离效果，使得非芳烃与芳烃更好的得以分离。 但是从图6可以明显的看出，溶剂的增加导致了塔 的热负荷的急剧增加，根据实际的经济效益，与产 品纯度的要求，选择溶剂比为5．7～5．8比较合适。 溶剂比 图5溶剂比对产品质量的影响 溶剂比 图6溶剂比对塔热负荷的影响 s!虬叻眇％盯跖嬲弘鳄舛”舛孵舛舛孵舛 O O O O O 0 O O ·380· 化 工 进 展 2008年第”卷 3．5溶剂进料温度的优化 由图7可以明显的看出，随着溶剂进料温度的 增加，苯的质量分数呈明显的下降趋势，这是由于 溶剂温度相对较低的时候，对芳烃溶解对比较大， 使得进入塔顶蒸汽的芳烃含量减少。同时对比图8 可以明显的看出，低温溶剂导致了塔釜热负荷的迅 速增加，相对塔釜的温度而言溶剂的温度品位较 低，可以通过回收工艺流程中其他能量来对其加 热。所以综合考虑经济因素，溶剂进料温度的选择 为80～90℃。 溶剂进料温度／℃ 图7溶剂进料温度对产品影响 溶剂进料温度，℃ 图8溶剂进料温度对塔热负荷的影响 3．6优化结果 萃取精馏塔的模拟优化结果如表2所示。 表2模拟优化结果 整个工艺优化前后热负荷的比较如表3所示。 优化改进后的新工艺模拟结果得到苯的质量分 数为99．9％，甲苯的质量分数为99．5％，苯、甲苯 的回收旅达到99％以上，符合工业的要求。新工艺 使得预分塔和回收塔的冷凝器负荷大幅度减少，更 重要的是令萃取精馏塔与苯、甲苯塔的再沸器热负 荷显著减少，减少了高品位热能的使用量，节能达 到28．6％。 表3工艺优化前后热负荷比较 液相进科 汽相进料 塔名 冷却负荷加热负荷合计冷却负荷加热负荷合计 ，瑚 删删删 ，瑚／瑚 预分塔 7．02737．222814．3 3．2531 6．50089．754 ED塔 0．23676．11066．4 0．2426 3．023 3．266 回收塔 5．6467 8．99 14．64 3．000 9．47 12．47 苯、甲苯塔 5．16 5．622410．78 5．628 2．97 8．6 合计 18．0r7 ”．95 46．1 12．124 22 34．2 4模拟优化结果的分析 优化主要针对萃取精馏塔进行，所以以下主要 针对萃取精馏塔内的情况做分析，以便加深对萃取 精馏过程的认识。 4．1温度分布 由图9容易发现，与普通精馏温度分布不同的 是萃取精馏塔的温度在塔顶，塔釜以及萃取剂加入 处出现急剧的变化。在塔顶萃取剂的分离段，由于 轻组分富集，溶剂NFM含量急剧下降，导致温度 的突然降低。在萃取剂的加入板处虽然存在芳烃溶 解于NFM放出热量的现象，但是由于萃取剂温度 明显低于塔板的温度使得该处大量萃取剂的加入主 导了整个塔温度的变化趋势。 塔板数 图9温度随塔板的分布图 4．2流量分布 由图10可以发现，流量分布曲线在萃取剂加 入出和进料板处出现了突变，尤其是在萃取剂进料 板处。由汽相流量分布曲线不难发现，从第13～26 块板曲线基本趋于平缓，说明芳烃与非芳烃形成共 增刊 黄国强等：粗苯加氨精制分离工艺的优化及模拟 ·381· 沸，而--N萃取剂加入板附近，汽相流量迅速下降， 说明萃取剂的加入使得非芳烃与芳烃之间的相对挥 ’ 发度增大，汽相中大量芳烃溶入溶剂里，大量的非 芳烃进入精馏段，在精馏段内实现非芳烃与夹带上 去的溶剂的分离，起到回收溶剂的作用。 塔板数 图10流量随塔板的分布图 4．3轻重组分的质量分数分布 图11、图12所示的轻重组分分别定义为：轻 组分由非芳烃组成；重组分指苯、甲苯。 从图11、图12中可以更加清晰看出，轻组分 即非芳烃的质量分数在加入萃取剂后急剧突变，在 塔顶处不断富集。而作为关键组分的苯与甲苯，随 着萃取剂的不断富集在塔底，实现了苯、甲苯与环 己烷等非芳烃的分离。 氟 条 删 峰 塔板数 图1l汽相各组分质量分数分布图 糕 惫 删 龌 塔板数 图12 液相各组分质量分数分布图 5结论 (1)应用ProII软件对优化改进后的工艺进行 模拟计算，萃取精馏塔的理论板数为46块，进料位 置为第26块板，溶剂进料位置为第8块板，溶剂比 为5．7--一5．8，溶剂进料温度为80．-一90℃。 (2)在温和的操作条件下，满足工艺条件下采用 汽相进料的方式，能够非常显著的达到节能的目的。 (3)经过预蒸馏塔脱重后的馏分，进入萃取精 馏塔，在萃取剂的作用下破坏了共沸体系以及增加 了相对挥发度，使得大部分芳烃与非芳烃在萃取剂 加入板附近发生分离。 (4)采用ProII软件对粗苯加氢精制分离阶段 的模拟，能够很好的实现这样过程。 参考文献 【1】 吕国志，叶煌．国内焦化粗苯加工发展趋势册．燃料与化工，2006， 37(1)：35．38． (2】景致林，杨瑞平．粗苯加氧精制工艺技术路线比较与选择【J】．煤化 工，2007，6(133)：8-11． 【3】GerhardPratlsSet，MartinSehulze，C,erdEmmrich，da1．Methordof recoveringpurearomaticsubstance：US，4586986【P】．1986-05-06． 【41 田胜龙，邬时津，唐文成．利用萃取精馏从烃类混合物中分离芳烃 的方法：中国，99107785．7【P】．1999-05．28． 【51何琨．环丁砜抽提新工艺m．石油化工，2003，32：295—297． 【6】赵明，马希博．粗苯加氢精制技术比较m．燃料与化工，2008， 39(n：29—34． 第一作者简介：黄国强(1973一)，男，副教授，精馏技术国家工程研究中心和北洋精馏技术工程发展有限 公司工程部部长。E—mailhgq@tju．edu．cn。 T-鼻．10曩q，唧壤 焦化粗苯加氢精制分离工艺的优化及过程模拟 作者： 黄国强， 胡力， 王红新， 华超 作者单位： 天津大学精馏技术国家工程研究中心／北洋精馏技术工程发展有限公司，天津 300072 相似文献(0条) 本文链接：http://d.g.wanfangdata.com.cn/Conference_6823215.aspx 下载时间：2010年3月29日