氯化苄生产甲苯精制流程的优化

王福明

（上海华谊工程有限公司，上海200235）

氯化苄是氯碱企业配套的重要氯产品，其生产原料为甲苯和氯气。笔者参与了某30 kt/a氯化苄项目中甲苯精制流程的优化工作，由于该项目业主方之前已有1套类似装置的运行经验，因此最初建议照原有装置中的流程重新设计。但业主希望能进一步降低精馏后精甲苯中含水量及精馏系统的能耗等技术问题。本文就该项目流程优化思路以及优化前后工艺流程、设备和能耗等变化做逐一分析和总结。

1 工艺流程及其优化思路

1.1 基本反应

甲苯和氯气在光催化条件下，发生如下主反应：

从副反应中可以看出，原料甲苯中若含有水，二氯苄中的Cl原子易被反应条件下形成的—OH取代生成苯甲醛。生成苯甲醛的量一般与甲苯中的含水量成正比[1]。

1.2 原工艺流程

甲苯储罐来的粗甲苯原料中含水质量分数约0.02%。粗甲苯经甲苯预热器预热后送入甲苯精制塔，预热后粗甲苯进料温度110℃，从精制塔塔顶往下第1段填料下方进入，塔顶气相出口的甲苯和水经塔顶冷凝器冷凝后通过气液分离器，液相进入到甲苯分水罐，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层，上层为甲苯，通过分水罐上溢流口回流至塔顶；下层水通过分水罐上界面计间歇排放，塔顶温度约110.8℃，操作压力0.102 MPa，接近常压；塔釜温度约112℃，压力0.105。塔釜精制后的精甲苯通过塔底冷却器进入精甲苯中间罐，再经精甲苯泵送去氯化反应器。

图1 原工艺流程Fig 1 The original process flow

其对应管道及仪表流程详见图1所示。

1.3 流程优化过程分析

1.3.1 甲苯预热器热源

从工艺流程中可看出，甲苯预热器采用蒸汽预热，蒸汽规格为0.4 MPa（表)饱和水蒸汽，塔底冷却器采用循环水冷却。循环水上水温度32℃，回水温度37℃，塔底冷却后精甲苯温度40℃，因此考虑将甲苯预热器热源由饱和蒸汽改为利用塔底112℃的精甲苯，同时还可降低塔底冷却器所需循环水用量。

塔底冷却器采用循环水冷却和采用粗甲苯进料冷却的比较如下：

1)采用循环水冷却时，原换热器外形尺寸为φ325 mm×4 500 mm，四管程，管程走精甲苯液体，进出口温度分别为112℃和40℃，壳程走循环冷却水，进出口温度分别为32℃和37℃，换热面积19 m2，换热管54根，热负荷约368 GJ/h，对数温差△θm为28.3℃，传热系数872 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯液体流速0.21m/s，传热系数1 151 MJ/(h·m2)；壳程循环水流速0.53m/s，传热系数16.77 GJ/(h·m2)。实际和需求换热面积比1.266。

2)采用进料粗甲苯与采出的精甲苯互为换热，且塔底冷却器外型尺寸为不变时。

①保证甲苯精制塔塔釜精甲苯出料从112℃冷却至40℃。此时进料粗甲苯物料可从25℃加热至99.6℃。换热器仅可以采用单管程，管程走精甲苯液体，进出口温度分别为112℃和40℃，壳程走粗甲苯冷介质，进出口温度分别为25℃和99.6℃，换热面积22 m2，换热管63根，热负荷368 GJ/h，△θm为13.56℃，传热系数327.8 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯热介质流速0.04m/s，传热系数464.8 MJ/(h·m2)；壳程粗甲苯冷介质流速0.14 m/s，传热系数1 352 MJ/(h·m2)。实际和需求换热面积比0.266，换热面积远远不够。管壳侧介质对调后传热系数基本没有变化。

②保证该换热面积足够时所能达到的换热量：换热面积22m2，换热管63根，与上面相同。此时粗甲苯物料可从25℃加热至79.6℃。换热器也仅可以采用单管程，管程同样走精甲苯热介质，进出口温度分别为112℃和65℃，壳程走粗甲苯冷介质，进出口温度分别为25℃和76.7℃，热负荷248 GJ/h，△θm为37.48℃，传热系数383 MJ/(h·m2)。其中管程精甲苯热介质流速为0.04m/s，传热系数599MJ/(h·m2)；壳程粗甲苯冷介质流速为0.14 m/s，传热系数1 294 MJ/(h·m2)。实际和需求的换热面积比为1.277。精制塔塔釜采出物料冷却后未能达到40℃。

从以上分析计算结果可知，若要实现既节约能量，同时又能满足冷热介质出口温度的要求，初步考虑有以下2种整改方案：

1)使用单个换热器，先将精甲苯热介质冷却至40℃，此时粗甲苯冷介质出口温度可达到约100℃，但此时粗甲苯和精甲苯换热用换热器面积将会由于对数温差和传热系数极低而非常不经济。

2)使用2个换热器，保持原塔底冷却器外型不变，改为单管程，换热面积和换热管数量分别调整为22 m2和63根，先将精甲苯冷却至65℃，其出口再增加1个采用循环水冷却的换热器，将精甲苯由65℃再冷却至40℃，粗甲苯加热至76.7℃后直接进甲苯精制塔，该方案对甲苯精制塔的影响需要结合对精制塔所做的优化后才可判断。

1.3.2 精制塔进料位置

该精制塔塔内件为散堆填料，原流程中粗甲苯进料位置在精制塔塔顶第一段填料下方位置，其上方还有相当于2块理论板高度的填料床层，考虑到该精制塔的目的在于尽可能脱除甲苯中的水，从而在塔釜获得尽可能纯的甲苯，而塔顶出料中的水通过分层后采出，因此对塔顶馏出液纯度要求不高，也即该塔只要能起到逐板提取下降液相中易挥发组分的作用即可[2]。

经过分析可知，可将原设置在塔顶第1段填料下方的进料移至塔顶，同时可将塔顶40℃回流物料移至粗甲苯中间罐，与其中的常温粗甲苯一起经过预热器后再进入塔顶。

2 优化后的工艺流程及比较

2.1 工艺流程

从以上分析中可知，将需加热的常温原料粗甲苯与精制塔塔底出料精甲苯互为换热，可有效减少循环水和蒸汽消耗量，同时考虑到温差和传热系数因素，将粗甲苯加热至76.7℃后直接进精制塔，并在甲苯预热器出口利用循环水将已冷却至65℃的精甲苯再冷却至40℃。

优化后工艺流程见图2所示。该流程与原流程的差异在于，甲苯预热器采用粗甲苯和精甲苯互为换热，同时粗甲苯进料位置由原第1段填料下方移至塔顶位置，塔顶回流甲苯改为进粗苯中间罐，其余与原流程相同。

图2 优化后工艺流程Fig 2 The optimized process flow

2.2 设备比较

1)甲苯精制塔。优化前塔径300mm，填料节共3段，塔顶回流至进料之间一段1.5 m，进料口下方2段共6m；优化后塔径不变，总填料塔节高度不变，共7.5 m，进料处于原塔顶回流位置，原回流口取消。

2)塔顶冷凝器。优化前外型φ273 mm×2 000 mm，换热面积6.44 m2，循环水用量约5 t/h；优化后外型尺寸调为φ273 mm×1 500 mm，换热面积4.83 m2，循环水用量约2.3 t/h。优化前后循环水用量减少约2.7 t/h。

3)再沸器。优化前设备外型φ219 mm×1 500 mm，换热面积3.18 m2，0.4 MPa（表压）饱和蒸汽用量约60 kg/h，实际与需求的换热面积比为2.7；优化后设备外型尺寸和换热面积不变，0.4 MPa（表压）饱和蒸汽用量增加至约120 kg/h，实际与需求的换热面积比变为1.55。优化前后蒸汽用量增加约60 kg/h。

4)甲苯预热器。优化前该设备外型φ273mm×3000 mm，换热面积7.07 m2，0.4 MPa（表压）饱和蒸汽用量约267 kg/h；优化后设备外型尺寸φ325mm×4 500 mm，换热管63根，换热面积约22m2。优化前后蒸汽用量减少约267 kg/h。

5)塔底冷却器。优化前设备外型φ325mm×4 500 mm，采用4管程，换热管54根，换热面积19 m2，循环水用量约17.6 t/h；优化后设备外型尺寸φ300mm×3 000mm，4管程，换热管48根，换热面积11.31 m2，循环水用量约需5.8 t/h。优化前后循环水用量减少约11.8 t/h。

综上所述，优化前后设备个数不变，甲苯精制塔塔径和塔高没有变化，甲苯预热器换热面积增加较大，但甲苯塔顶冷凝器和塔底冷却器换热面积有所减少。

2.3 公用工程消耗比较

从以上比较中可知，优化前后0.4 MPa（表压）饱和蒸汽用量共减少约200 kg/h，32～37℃循环水用量共减少约14.5 t/h。

2.4 精甲苯中水含量比较

利用流程模拟软件，对优化前后流程分别做了模拟。计算结果列于表1中。

表1 优化前后塔底出料精甲苯流量和水含量比较Tab 1 Contrastof pure toluene flow rate and water content in bottom discharge before and after optimization

表1结果表明，将原料粗甲苯进料位置从第1段填料下方调整至塔顶后，塔底出料精甲苯中水含量降低了2个数量级，说明该优化基本能实现对精制后精甲苯浓度的进一步提高。

3 小结

结合笔者工作中遇到的设计实例，对氯化苄甲苯精制流程优化过程做了分析和总结，结果表明，通过对粗甲苯原料和精制后精甲苯互为换热，可减少甲苯精制流程中循环水和饱和蒸汽用量；通过将粗甲苯进料位置从精制塔第1段填料下方调整至塔顶，可进一步提高精制后精甲苯的纯度。

[1]李国生.氯化苄生产工艺的改进[J].中国氯碱,2007,11(11):8-9.

[2]王松汉.石油化工设计手册 第3卷:化工单元过程[M].北京:化学工业出版社社,2001:1103.