氯化芐生產甲苯精制流程的優化

王福明

（上海華誼工程有限公司，上海200235）

氯化芐是氯堿企業配套的重要氯產品，其生產原料為甲苯和氯氣。筆者參與了某30 kt/a氯化芐項目中甲苯精制流程的優化工作，由于該項目業主方之前已有1套類似裝置的運行經驗，因此最初建議照原有裝置中的流程重新設計。但業主希望能進一步降低精餾后精甲苯中含水量及精餾系統的能耗等技術問題。本文就該項目流程優化思路以及優化前后工藝流程、設備和能耗等變化做逐一分析和總結。

1 工藝流程及其優化思路

1.1 基本反應

甲苯和氯氣在光催化條件下，發生如下主反應：

從副反應中可以看出，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量分數約0.02%。粗甲苯經甲苯預熱器預熱后送入甲苯精制塔，預熱后粗甲苯進料溫度110℃，從精制塔塔頂往下第1段填料下方進入，塔頂氣相出口的甲苯和水經塔頂冷凝器冷凝后通過氣液分離器，液相進入到甲苯分水罐，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入精甲苯中間罐，再經精甲苯泵送去氯化反應器。

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

其對應管道及儀表流程詳見圖1所示。

1.3 流程優化過程分析

1.3.1 甲苯預熱器熱源

從工藝流程中可看出，甲苯預熱器采用蒸汽預熱，蒸汽規格為0.4 MPa（表)飽和水蒸汽，塔底冷卻器采用循環水冷卻。循環水上水溫度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水用量。

塔底冷卻器采用循環水冷卻和采用粗甲苯進料冷卻的比較如下：

1)采用循環水冷卻時，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，進出口溫度分別為112℃和40℃，殼程走循環冷卻水，進出口溫度分別為32℃和37℃，換熱面積19 m2，換熱管54根，熱負荷約368 GJ/h，對數溫差△θm為28.3℃，傳熱系數872 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯液體流速0.21m/s，傳熱系數1 151 MJ/(h·m2)；殼程循環水流速0.53m/s，傳熱系數16.77 GJ/(h·m2)。實際和需求換熱面積比1.266。

2)采用進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，進出口溫度分別為112℃和40℃，殼程走粗甲苯冷介質，進出口溫度分別為25℃和99.6℃，換熱面積22 m2，換熱管63根，熱負荷368 GJ/h，△θm為13.56℃，傳熱系數327.8 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯熱介質流速0.04m/s，傳熱系數464.8 MJ/(h·m2)；殼程粗甲苯冷介質流速0.14 m/s，傳熱系數1 352 MJ/(h·m2)。實際和需求換熱面積比0.266，換熱面積遠遠不夠。管殼側介質對調后傳熱系數基本沒有變化。

②保證該換熱面積足夠時所能達到的換熱量：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，進出口溫度分別為112℃和65℃，殼程走粗甲苯冷介質，進出口溫度分別為25℃和76.7℃，熱負荷248 GJ/h，△θm為37.48℃，傳熱系數383 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯熱介質流速為0.04m/s，傳熱系數599MJ/(h·m2)；殼程粗甲苯冷介質流速為0.14 m/s，傳熱系數1 294 MJ/(h·m2)。實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到40℃。

從以上分析計算結果可知，若要實現既節約能量，同時又能滿足冷熱介質出口溫度的要求，初步考慮有以下2種整改方案：

1)使用單個換熱器，先將精甲苯熱介質冷卻至40℃，此時粗甲苯冷介質出口溫度可達到約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溫差和傳熱系數極低而非常不經濟。

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量分別調整為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℃后直接進甲苯精制塔，該方案對甲苯精制塔的影響需要結合對精制塔所做的優化后才可判斷。

1.3.2 精制塔進料位置

該精制塔塔內件為散堆填料，原流程中粗甲苯進料位置在精制塔塔頂第一段填料下方位置，其上方還有相當于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組分的作用即可[2]。

經過分析可知，可將原設置在塔頂第1段填料下方的進料移至塔頂，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過預熱器后再進入塔頂。

2 優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，可有效減少循環水和蒸汽消耗量，同時考慮到溫差和傳熱系數因素，將粗甲苯加熱至76.7℃后直接進精制塔，并在甲苯預熱器出口利用循環水將已冷卻至65℃的精甲苯再冷卻至40℃。

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

圖2 優化后工藝流程Fig 2 The optimized process flow

2.2 設備比較

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

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

3)再沸器。優化前設備外型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，實際與需求的換熱面積比為2.7；優化后設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，實際與需求的換熱面積比變為1.55。優化前后蒸汽用量增加約60 kg/h。

4)甲苯預熱器。優化前該設備外型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；優化后設備外型尺寸φ325mm×4 500 mm，換熱管63根，換熱面積約22m2。優化前后蒸汽用量減少約267 kg/h。

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

綜上所述，優化前后設備個數不變，甲苯精制塔塔徑和塔高沒有變化，甲苯預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，對優化前后流程分別做了模擬。計算結果列于表1中。

表1 優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結果表明，將原料粗甲苯進料位置從第1段填料下方調整至塔頂后，塔底出料精甲苯中水含量降低了2個數量級，說明該優化基本能實現對精制后精甲苯濃度的進一步提高。

3 小結

結合筆者工作中遇到的設計實例，對氯化芐甲苯精制流程優化過程做了分析和總結，結果表明，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水和飽和蒸汽用量；通過將粗甲苯進料位置從精制塔第1段填料下方調整至塔頂，可進一步提高精制后精甲苯的純度。

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

[2]王松漢.石油化工設計手冊 第3卷:化工單元過程[M].北京:化學工業出版社社,2001:1103.