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(diǎn)十分接近且芳烴可與非芳烴形成眾多共沸物，因此從烴類(lèi)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(duì)芳烴和非芳烴的不同溶解度以實(shí)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(diǎn)[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(jì)、研發(fā)和生產(chǎn)優(yōu)化過(guò)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(dāng)前國(guó)內(nèi)對(duì)環(huán)丁砜芳烴抽提工藝的模擬進(jìn)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(jì)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(duì)原有工藝參數(shù)進(jìn)行了分析和優(yōu)化，達(dá)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(jìn)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(jìn)入抽余油水洗塔塔底，與塔頂進(jìn)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(jìn)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(jìn)一步回收芳烴，水相與抽余油水洗塔底水洗水混合后進(jìn)入水汽提塔塔頂，提餾塔塔底溶解有芳烴的溶劑進(jìn)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(jìn)入后續(xù)裝置，水相進(jìn)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(jìn)入抽提塔塔頂回用，回收塔塔底少部分貧溶劑進(jìn)入溶劑再生塔塔底進(jìn)行溶劑再生；抽余油水洗塔塔頂為抽余油，塔底為水洗水進(jìn)入水汽提塔塔頂；水汽提塔塔頂氣相夾帶有少量烴類(lèi)返回提餾塔塔頂回流罐，水汽提塔塔釜?dú)庀噙M(jìn)入溶劑再生塔，塔釜液相進(jìn)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(guò)程模型的建立及驗(yàn)證

環(huán)丁砜液液抽提過(guò)程是利用環(huán)丁砜對(duì)芳烴及非芳烴的溶解度不同從而實(shí)現(xiàn)芳烴與非芳烴的分離，過(guò)程中涉及到液液平衡和氣液平衡的計(jì)算，尤其是抽提塔的計(jì)算為其中的難點(diǎn)，因?yàn)槿軇榉菢O性物質(zhì)，且涉及到的組分較多。芳烴抽提過(guò)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(jì)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(jì)算方程，其中烴類(lèi)在溶劑中的溶解度可用相應(yīng)的無(wú)限稀釋活度系數(shù)表示[6]，而流程模擬軟件中可直接對(duì)二元組分間的無(wú)限稀釋活度系數(shù)進(jìn)行修正，因此對(duì)烷烴、環(huán)烷烴、芳烴與溶劑的無(wú)限稀釋活度系數(shù)進(jìn)行了修正，以滿(mǎn)足計(jì)算的準(zhǔn)確性和精度要求。

2.1 液液平衡的驗(yàn)證

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

2.2 原設(shè)計(jì)值與模擬值對(duì)比

芳烴抽提過(guò)程除了液液平衡外，提餾塔、回收塔涉及氣液平衡計(jì)算，利用流程模擬軟件對(duì)原設(shè)計(jì)流程進(jìn)行了模擬計(jì)算，表2為芳烴抽提工藝原設(shè)計(jì)值與模擬值的對(duì)比。由表2可知，模擬值與原設(shè)計(jì)值的符合性較好，驗(yàn)證了選擇的熱力學(xué)方法和模型可用于芳烴抽提過(guò)程的模擬計(jì)算，模擬流程見(jiàn)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(jì)操作壓力為0.1 MPa，該設(shè)計(jì)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(fù)荷相較原來(lái)降低了10.7%，節(jié)能效果比較明顯。

表2 原設(shè)計(jì)值與模擬值的對(duì)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(fù)荷幾乎無(wú)變化，相當(dāng)于增大了提餾塔的負(fù)荷，經(jīng)核算，原提餾塔板孔動(dòng)能因子為7.27 Pa0.5，降低壓力后，板孔動(dòng)能因子為8.36 Pa0.5，仍在浮閥塔的高效區(qū)內(nèi)，原塔可滿(mǎn)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(jì)操作壓力為-0.03 MPa，回收塔應(yīng)在盡量低的操作壓力下運(yùn)行，以防止塔釜貧溶劑因溫度過(guò)高發(fā)生變質(zhì)，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)及文獻(xiàn)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%。回收塔原塔內(nèi)件采用了浮閥，通過(guò)對(duì)回收塔的水力學(xué)核算發(fā)現(xiàn)，壓力降低后板孔動(dòng)能因子為8.52 Pa0.5，原塔仍可滿(mǎn)足操作要求。

圖7 模擬工藝流程

原設(shè)計(jì)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(rèn)為隨著回收塔塔底溫度的升高，貧溶劑中含水量進(jìn)一步降低，溶劑對(duì)于芳烴的溶解能力增大，使得芳烴的收率增大，但同時(shí)也使得溶劑對(duì)于非芳烴的溶解能力也增大，尤其是對(duì)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(shí)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(duì)產(chǎn)品）與再沸器及空冷器負(fù)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(jìn)料溫度降低，即增大了回收塔的再沸器負(fù)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(jìn)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(huì)對(duì)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(duì)產(chǎn)品）與回收塔再沸器及塔頂空冷器負(fù)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(fù)荷增大，此時(shí)對(duì)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(guò)以上分析，在對(duì)現(xiàn)有工藝及操作條件進(jìn)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(jì)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(fù)荷對(duì)比見(jiàn)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(fù)荷對(duì)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(jì)算值與文獻(xiàn)及原設(shè)計(jì)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(jìn)料預(yù)熱器；

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