仪征化纤醋酸精馏分离过程改造设计与工业应用

大型PTA装置醋酸溶剂脱水系统的扩容节能改造

张志炳，吴有庭，耿皎，孟为民

南京大学分离工程研究中心，210093，南京

0、引言

大型PTA生产装置一般都设有醋酸溶剂脱水精馏系统，脱水精馏一般分共沸连续精馏和常规连续精馏两种。早期从国外引进的装置通常是后者。而醋酸/水体系的常规精馏是一个非常特殊的汽液分离过程，该体系在精馏操作过程中不仅具有严重的腐蚀性，因而要求较高标号的设备用材，而且需要较多的理论塔板数，以实现较高的分离要求。尤其是在塔的中上部，汽液相中的水含量较高，醋酸含量随塔高降低，相对挥发度变得越来越小，从而造成工程上的分离困难。更值得强调的是，在塔的中上部，由于浓度的变化，该体系存在严重的Marangoni 负效应，给工程设计选择塔内件带来困难。若处理不当，将会出现设计或改造失败的结果。因此，在对该过程进行工艺模拟时，如直接采用商业化工艺模拟软件，就必须考虑此方面的影响。

本文将以某公司一套330kt/a（以100％wt醋酸计）醋酸溶剂脱水常规精馏系统的工程改造设计为例，介绍改系统改造设计时的相关技术和节能问题，以与同行共享。

1、原精馏系统简介与改造设计要求

1.1 项目背景

醋酸作为250kt/a PTA生产装置反应过程的溶剂，在生产过程中由于被反应器产生的大量工艺水所稀释，因此，与PTA配套的溶剂脱水精馏装置之功能就是要将醋酸溶剂中的水脱除，从而再返回反应系统循环使用。经核算，与250kt/a PTA配套的醋酸循环量约为330 kt/a（以100％wt醋酸计）。由于水的存在，脱水精馏装置实际处理量达50156 kg/h。

由于生产需要，拟将PTA装置负荷提高至330 kt/a。相应地，溶剂脱水精馏装置的产能将提高至435 kt/a（以100％wt醋酸计），而其实际处理量将达66206kg/h，最大峰值负荷高达70218 kg/h。

该PTA生产装置原本由美国阿莫科（AMOCO）公司总体设计，其中的醋酸脱水精馏塔（装置位号为T-403, 为简化起见，下文将均用此位号）由美国格里奇（GLITSCH）公司设计并提供塔内件。工程设备由德国鲁奇(LURGI)公司加工制造。由原设计单位提供的资料和实际操作情况表明，T-403塔的原设计负荷上限为105％，即最高产出量为350 kt/a（以100％wt醋酸计），否则，塔顶醋酸含量将严重超标。

1.2 脱水精馏塔情况简介

该T-403塔原设计为上下两段，如图1所示。总高为58725 mm，其中上段39270 mm，塔径为φ3200 mm；下段为15555 mm，塔径为φ3500 mm。全塔共设90块普通筛板，其中上段77块，下段13块。从塔顶计，第1到75块板为316L不锈钢材质，厚度3 mm，第76至90块板为钛材，厚度2 mm。该塔在100%负荷运行时，总处理量为50156 kg/h 原料液。该塔设有4股进料，其物流分别以F1，F2，F3，F4表示，每股物流的温度、压力、浓度、流量和比热焓如见表1所示。

图1 醋酸脱水精馏塔示意图

表1、T-403塔的进料数据（100％负荷）

为了在不改变塔径和塔高的情况下通过内件改造在原基础上实现提高产能32％的目标，业主在国际范围内进行招标寻求解决方案。经国外某著名分离工程公司核算判定：在业主的改造要求下，该塔改造不能成功。

事实上，业主在改造前实施107％负荷操作时，塔顶的醋酸浓度值已高于2.2%wt,严重时已高达2.8%wt。这不仅使该公司的废水处理系统不堪重负，而且，醋酸资源浪费严重。

1.3 改造设计要求

业主对该改造设计提出如下要求和限定条件：

（1）负荷提高30%，峰值负荷经受140%的考验；

（2）操作弹性为2:1，即负荷可在60%～130%之间波动；

（3）塔顶醋酸浓度低于0.8%wt , 最高不得超过1.2%wt；

（4）精馏系统除内件外，所有其它设备，如塔高、直径，管道大小、方位，再沸器、冷凝器等均不得改变。

根据上述要求和限制，可以说该扩容改造设计的难度极高，条件近乎苛刻。

1.4 改造前主要参数

改造设计前的塔系统结构参数和部分工艺参数见表2所示。

表2 醋酸脱水精馏塔改造设计前的有关参数

[注]：塔器改造前，在107％负荷下操作时塔顶醋酸含量指标

2 醋酸－水体系的工艺模拟计算及Marangoni效应

2.1 体系的非理想性校正

醋酸/水物系是一种典型的有严重非理想性的体系，乙酸不仅在液相有很强的缔合作用，而且在汽相中即使在低压下其缔合作用也非常明显。Prausnitz[1]指出，含羧酸的体系必须用“化学理论”计算逸度系数。但是，一方面，在进行精馏过程模拟时，却较少有人在相平衡中计及汽相的非理想性，这种忽略直接影响了模拟结果的准确性；另一方面，严格的“化学理论”[2]是采用维里方程进行计算，须分别计算物理作用和化学作用维里系数两部分的贡献，公式较为复杂，计算繁琐。虽然计算速度至今已不成问题，但许多商业化软件本身并未考虑此种特殊的非理想性。

在实际模拟计算时，在不失精确性的同时，为简化起见，可以在在相平衡计算中采用较为简单的“化学平衡理论”方法来校正汽相的非理想性。具体方法和计算过程请见文献[3]，这里不再累述。

2.2 体系的Marangoni效应

通过工艺模拟计算容易看出，T-403塔自上而下各塔板上的液相表面张力数值变化较大，塔顶最大，塔底最小。其变化趋势是愈趋近塔顶其梯度值愈大。这表明该分离系统尤其是塔的中上部存在严重的Marangoni负效应。本项目组和国外有关研究人员经长期的研究表明，该体系的Marangoni负效应的存在将严重影响分离过程尤其是填料塔分离效率的正常发挥，Marangoni负效应越强，填料的分离效率就损失得越多[4-6]。

图2（a,b）即分别是Marangoni正、负效应对填料表面液相流动与分布的影响情况。可见，Marangoni效应对填料表面的润湿程度与效率的发挥具有重要影响。

(a) Marangoni正效应体系(b) Marangoni负效应体系

图2 Marangoni正、负效应体系液相在填料表面流动与分布的红外照片

2.3 操作回流比的影响

通过采用不同的回流比进行模拟计算，在达到相同分离要求时，回流比对所需要的理论塔板数和塔顶塔底的热负荷影响较大，具体结果见表3所示。

表3 在相同分离要求时不同回流比对理论塔板数和塔顶塔底热负荷的影响*

回流比，R 理论塔板数，N T塔顶热负荷，Q c

kJ×106塔底热负荷，Q b

kJ×106

3.0 >80-121.55121.8

3.2 66-128.54127.9

3.4 57-135.2813

4.0

3.6 50-141.79140.08

*计算时设定塔顶HAc浓度≤0.5%wt, 塔底HAc浓度≥95%wt。

可见，较小的回流比，如R＝3.0时，就需要大量的理论板数（>80块），而在业主的限定条件下，是不可能实现的。但如采用较大的回流比，如R＝3.6，虽然理论板数（50块）可以大幅降低，但塔顶塔底的热负荷将大幅上升，从节能的角度讲是不可取的。此外，在扩容32％后，即使在R=3.3操作时，该塔的空塔汽相动能因子平均已到达F=2.8左右，有些塔段已在F=3.0以上。而在R＝3.6