郭志強

(新鄉(xiāng)中新化工有限責任公司， 河南獲嘉 453800)

1 亞硝酸甲酯(MN)再生系統(tǒng)存在的問題

煤制乙二醇的生產過程中，一氧化碳(CO)催化偶聯制備草酸二甲酯(DMO)主要涉及2個步驟[1]:(1)CO在負載型鈀-氧化鋁(Pd-A12O3)催化劑作用下，與MN偶聯反應生成DMO和一氧化氮(NO);(2)偶聯反應生成的NO與甲醇和O2反應生成MN，稱為再生反應。具體反應式[2]為：

2CH3ONO+2CO=(COOCH3)2+2NO

(1)

2NO+2CH3OH+1/2O2=2CH3ONO+H2O

(2)

MN再生反應需要強氧化劑氧氣(O2)，反應產物是易燃、易爆的中間體MN。由于強放熱及O2穿透等原因，MN再生反應器和CO偶聯反應器的操作安全性和彈性大大降低。經討論確定為O2流量增大造成了酯化塔內加氧口處O2局部濃度過高，反應劇烈，導致飛溫和燃燒。為此采取了重新設置加氧分布器的方法，使O2在酯化塔內分布更均勻，避免單孔出氣量過大。但是再次開車后發(fā)現雖然該措施取得了一定效果，但在進一步增加O2流量時仍有飛溫現象出現，從而確定1個酯化塔無法滿足2 500 m3/h以上的加O2體積流量。同時，設計循環(huán)甲醇體積流量為100～150 m3/h，無法隨著負荷繼續(xù)提高，而循環(huán)甲醇是酯化降溫的重要措施，當負荷繼續(xù)提高時，酯化熱量增加，會出現循環(huán)甲醇量過低，無法滿足熱量移除的要求，存在較大的飛溫風險。

2 MN再生系統(tǒng)反應熱量衡算

根據參與酯化反應的物質，查詢相關資料，相關物質標準摩爾焓變(ΔHf.298)、標準摩爾生成吉布斯函數(ΔGf.298)見表1[3]。

表1 物質焓值

通過物質焓值可以計算MN再生反應的標準摩爾焓變

(3)

在酯化塔中，酯化反應的熱量主要依靠甲醇氣化吸熱，利用甲醇的氣化潛熱將反應熱帶走。通過文獻可知甲醇的汽化潛熱為1 109 kJ/kg。

原始設計為單塔運行，滿負荷下，O2體積流量為5 000 m3/h，在10%負荷下，加O2體積流量500 m3/h。酯化塔在不同負荷下反應熱量需要氣化甲醇量計算方法如下：

Q=n(O2)×4×122.27

(4)

(5)

式中：Q為酯化塔在不同負荷下的反應熱量,kJ/h；V為酯化塔在不同負荷下反應熱量所需要的氣化甲醇量,m3。

通過上述計算得出在不同負荷下反應熱量需要氣化甲醇量見表2。由表2可以看出：在60%負荷時，甲醇需求體積流量已達到78.43 m3/h；在100%負荷下，甲醇需求體積流量已達到130.72 m3/h。因此，甲醇循環(huán)量不能滿足酯化反應和熱量移除的要求。

表2 改造前酯化塔單塔熱量衡算

3 MN再生系統(tǒng)改造的技術路線

改造前的工藝流程為：脫氫后的CO與來自合成壓縮機的循環(huán)合成氣混合后從塔頂部進入酯化塔，O2從塔上部計量加入，新鮮甲醇從酯化塔頂部進入，在酯化塔內反應生成MN。酯化后的工藝氣從酯化塔下部引出，經酯化后冷卻器冷卻后進入冷凝液分離罐氣液分離，氣相送至甲醇洗塔，液相返回酯化塔下部。

酯化后氣相從下部進入甲醇洗塔，與中部噴淋而下的經冷凍水冷卻的甲醇逆流接觸，氣相中水分和硝酸被吸收后，由塔頂部去羰化合成工段；酯化塔釜液經泵加壓送酯化塔頂部。

在原有流程的基礎上，增加1個相同規(guī)格的酯化塔B與原酯化塔A并聯；對加氧分布器進行改造，增加O2分布能力；同時，增加相應的附屬管線。塔釜氣相匯合之后經過酯化后冷卻器冷卻，氣液分離后到甲醇洗塔。

4 MN再生系統(tǒng)改造后熱量衡算

通過改造后，并聯1個酯化塔，每個塔的O2最大體積流量為2 500 m3/h，通過式(3)得出改造后單塔在不同負荷下的反應熱和甲醇消耗量，結果見表3。

改造后，由于并聯1個酯化塔，酯化塔的負荷得以平分，單塔負荷大幅降低。改造后在100%負荷下，甲醇的需求量為改造前的一半，甲醇的需求量為65 m3/h，系統(tǒng)的安全性和穩(wěn)定性得到大幅提高。

5 MN再生系統(tǒng)O2流速的計算

根據GB 16912—2008 《深度冷凍法生產氧氣及相關氣體安全技術規(guī)程》，工作壓力范圍內的管內O2流速應符合下列規(guī)定[4]：

(1) O2工作壓力為10 MPa或以上時，流速不應大于6 m/s。

(2) O2工作壓力大于0.1 MPa至3 MPa或以下時，流速不應大于15 m/s。

(3) O2工作壓力為0.1 MPa或以下時，應按該管系允許的壓力降確定。

表3 改造后酯化塔熱量衡算

通過對MN再生反應器中O2流速的計算，確定O2流速處在一個安全穩(wěn)定的工況。O2管線參數見表4。

表4 O2管線參數

O2流速為O2體積流量與O2管橫截面積的比值。如O2體積流量為5 000 m3/h，O2總管壓力為0.63 MPa，O2總管內半徑為0.105 m，則O2總管內O2流速為6.4 m/s。其他各塔的O2流速計算結果見表5。

由表5可以看出：增加1個酯化塔后，O2總管和各塔O2流速均在安全流速范圍內。

6 增加酯化塔遇到的問題及解決的辦法

技改后運行過程中發(fā)現由于管路施工的問題，進入2個酯化塔塔頂的循環(huán)合成氣體積流量不同，相差約20 000 m3/h。雖然在各塔的氣相入口各增加了1個調節(jié)蝶閥，以平衡兩塔的氣量，但是在實際運行時發(fā)現效果甚微，經討論后將其去除。

由于增加了1個并聯的酯化塔B，單套酯化系統(tǒng)的聯鎖條件已經不適應并聯酯化系統(tǒng)的安全要求。為了增加整個系統(tǒng)的安全性，對原有的聯鎖進行調整。

表5 不同負荷下O2流速計算結果

7 MN再生系統(tǒng)改造前后工藝對比

7.1 不同負荷下酯化塔溫度

改造前單套系統(tǒng)的酯化塔負荷在40%的熱點溫度已達到60 ℃；改造后系統(tǒng)負荷在95%的熱點溫度為65 ℃，溫度相對穩(wěn)定，未出現上漲趨勢。

7.2 不同負荷下酯化后O2含量

改造后通過甲醇洗塔后氧表氧讀數分析酯化塔A/B反應后O2的穿透情況。不同負荷下甲醇洗塔后O2轉化率分析結果見表6。

表6 改造后不同負荷下酯化后O2含量分析結果

由表6可以看出：隨著系統(tǒng)加O2體積流量的增加，甲醇洗塔后氧表氧讀數并未出現上漲情況。隨著負荷增加，加O2體積流量增加，未出現O2穿透酯化塔的情況。

8 結語

并聯2個酯化塔與單個酯化塔相比延長了O2在塔中的停留時間，避免了單塔在高負荷下出現局部O2濃度過高、反應過于劇烈，進而發(fā)生飛溫的危險，降低O2進入CO偶聯反應器的風險；同時，并聯2個酯化塔與單個酯化塔相比增加了塔內甲醇的持有量，保證了高負荷下反應熱的移除，維持酯化塔溫度的穩(wěn)定，提高系統(tǒng)安全性。通過對酯化塔的加氧分布器的改造，增加了O2的分布能力，降低了酯化塔內局部劇烈反應的風險，提高了合成系統(tǒng)的安全穩(wěn)定。通過改造，酯化塔在高負荷下處于一個相對安全穩(wěn)定的工況。MN再生系統(tǒng)改造對降低煤制乙二醇操作風險、實現高負荷生產具有重大現實意義，對煤制乙二醇技術的工業(yè)化推廣應用具有深遠的意義。