Conser順丁烯二酸酐工藝溶劑消耗析因與對策

（中國石油吐哈油田分公司石油天然氣化工廠， 新疆 鄯善 838202）

Conser順丁烯二酸酐工藝溶劑消耗析因與對策

吳振闊，劉東斌

（中國石油吐哈油田分公司石油天然氣化工廠， 新疆 鄯善 838202）

吐哈油田石油天然氣化工廠2萬t/a順酐裝置2007年引進了意大利Conser順酐溶劑吸收工藝，該工藝在吸收塔中以鄰苯二甲酸二丁酯作為溶劑對反應(yīng)氣中順酐組分進行吸收分離，順酐的吸收效率和吸收過程中溶劑的損耗成為該工藝的關(guān)鍵控制指標(biāo)。工藝設(shè)計過程中溶劑消耗為15 kg/t順酐，而在實際運行中溶劑消耗異常升高時有發(fā)生。從影響溶劑消耗的各種因素進行分析，找到了造成溶劑消耗偏高的問題，并從工藝參數(shù)優(yōu)化調(diào)整和技術(shù)改造上提出了針對性措施，工藝運行中溶劑消耗得到有效控制。

順丁烯二酸酐；溶劑；消耗；影響；分析；控制

吐哈油田石油天然氣化工廠2萬t/a正丁烷固定床氧化水吸收順酐工藝2007年進行改造，引進了意大利Conser溶劑吸收工藝技術(shù)，將水吸收工藝改造為溶劑吸收工藝。工藝設(shè)計中運行溶劑消耗為15 kg/t順酐，按我廠現(xiàn)有生產(chǎn)負(fù)荷計算，溶劑日消耗應(yīng)不超過765 kg。然而在生產(chǎn)過程中，溶劑消耗異常升高時有發(fā)生，溶劑最高日消耗甚至超過2 t，經(jīng)濟日消耗增加上萬元。所以需要對溶劑消耗進行分析，提出可控制的措施，降低溶劑消耗，提升企業(yè)生產(chǎn)效益。

1 工藝流程

原料正丁烷與空氣混合后進入固定床反應(yīng)器，在催化劑五氧化二釩的作用下發(fā)生了以產(chǎn)生順丁烯二酸酐為主產(chǎn)物的反應(yīng)。反應(yīng)氣冷卻后進入吸收塔，在吸收塔中以鄰苯二甲酸二丁酯作為溶劑對氣態(tài)順酐進行吸收, 經(jīng)過吸收分離后的尾氣送至焚燒爐進行焚燒。吸收順酐形成的富溶劑經(jīng)加熱后送至真空解析塔，在高溫真空狀態(tài)下將順酐解析分離出來，得到粗順酐。解析后的溶劑經(jīng)過進一步真空閃蒸以降低順酐含量，最后送至離心分離、氣提干燥形成品質(zhì)較高的新鮮溶劑實現(xiàn)循環(huán)利用(圖1)。

圖1 順酐溶劑吸收工藝簡圖Fig.1 Maleic anhydride solvent absorption process diagram

2 溶劑消耗因素分析

把溶劑吸收、解析、洗滌工段作為一個系統(tǒng)考慮，在滿足生產(chǎn)的需求下，我們對該系統(tǒng)的溶劑輸出進行分析，以期達到截流降耗的目的。

從工藝中我們不難分析出溶劑消耗的途徑有：

(1)溶劑蒸發(fā)至吸收塔工藝尾氣中造成的溶劑蒸發(fā)損失。

(2)溶劑在解析塔頂隨粗酐采出至粗酐罐。

(3)抽真空系統(tǒng)造成的溶劑消耗。

(4)離心機輕相含溶劑，溶劑隨洗滌水排出造成的損失；離心機排渣造成的溶劑損失。

(5)由于反應(yīng)氣體的夾帶作用使溶劑從吸收塔頂管線吹出至焚燒爐。

2.1 吸收塔頂尾氣中溶劑蒸發(fā)消耗分析

在溶劑吸收塔中，溶劑相至上而下流，反應(yīng)氣從下向上流，氣液相在塔中實現(xiàn)傳質(zhì)傳熱，順酐在此過程中被吸收，實現(xiàn)了順酐與反應(yīng)氣的分離，分離后的尾氣進入焚燒爐進行焚燒。經(jīng)過吸收塔的反應(yīng)氣相流量為64 000 Nm3/h ，吸收塔頂溫度為71℃，塔頂操作壓力為60 kPa。

由安托因公式（1）及表1溶劑三個不同溫度對應(yīng)的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)可計算出溶劑的安托因常數(shù)，如表2。

表1 溶劑溫度—飽和蒸汽壓表Table 1 Temperature - saturated steam pressure of solvent

表2 溶劑安托因常數(shù)Table 2 Antoine constant of solvent

再把表2中安托因常數(shù)帶入到安托因公式中，即可算出71 ℃下溶劑的飽和蒸氣壓為6.76 Pa，鄰苯二甲酸二丁酯的分子量為148，則抽真空系統(tǒng)沒有冷凝下來的氣體中溶劑氣態(tài)組分的含量可由下式計算而得：

由以上計算可知反應(yīng)尾氣中氣態(tài)溶劑組分含量為 ，反應(yīng)尾氣中溶劑組分蒸汽的損失量Q1可根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程進行如下計算：

2.2 粗酐采出溶劑消耗分析

溶劑在吸收塔內(nèi)吸收順酐后形成了富含順酐的富溶劑，富溶劑加熱到150 ℃后進入真空解析塔，由于空間放大使順酐在真空狀態(tài)（12 mmHg）下進行解析，從塔頂采出得到解析粗酐產(chǎn)品，粗酐采出量為2.55 t/h，回流量控制達到4.8 t/h，粗酐產(chǎn)品順酐含量質(zhì)量百分比達到了98.5%以上，而且在對粗酐產(chǎn)品進行水溶性試驗時未發(fā)現(xiàn)含有油狀物（常溫下溶劑不溶于水），即可說明采出粗酐產(chǎn)品中溶劑含量極少。

2.3 抽真空系統(tǒng)氣相溶劑消耗分析

由于順酐在正常壓力下沸點較高，而溫度過高又容易導(dǎo)致溶劑的分解，為了提高解析分離效率，解析系統(tǒng)采用負(fù)壓分離過程。真空系統(tǒng)由三級真空噴射泵串聯(lián)組成，抽真空后的氣體進入冷卻器，經(jīng)過循環(huán)水冷卻達到71 ℃，液相流入密封罐并排入廢水處理系統(tǒng)，沒有冷凝下來的氣體則進入焚燒爐進行焚燒。通過對密封罐排出液相進行分析及目測，均未發(fā)現(xiàn)含有溶劑或者說溶劑含量甚微。71 ℃時每立方米抽出氣相中溶劑組分的蒸發(fā)含3.497× 10-7t，因抽真空系統(tǒng)抽氣流量小，所以該部分氣相溶劑消耗可以忽略。

2.4 離心機分離溶劑消耗分析

我廠引進意大利Conser技術(shù)所用的離心機是阿法拉伐CHPX 718離心機，經(jīng)過真空解析及閃蒸后形成的貧溶劑部分通過水洗后進入離心機進行離心分離，以除去溶劑循環(huán)系統(tǒng)中的富馬酸、鄰苯二甲酸酐等雜質(zhì)，經(jīng)過干燥后重新進入溶劑吸收單元實現(xiàn)循環(huán)利用。離心機輕相（水相）流量為2.4 t/h，輕相中溶劑含量小于0.2%(wt)，溶劑每天隨洗滌水排出量小于Q2。

離心機有輕、重相出口，而在離心分離過程中貧溶劑帶入的渣子要按時排出，避免在轉(zhuǎn)筒內(nèi)積累過多導(dǎo)致渣子進入到重相（再生溶劑相），渣子積累過多還會影響離心機轉(zhuǎn)鼓分離性能，導(dǎo)致分離效果變差，離心機在分離過程必須要定期排渣。我廠離心機排渣周期為每小時1次，排出物除含渣子、酸性介質(zhì)等組分外基本與重相同, 每次排出渣體液相體積為8 L,含溶劑量達到98%左右，溶劑密度為1.048 g/cm3，離心機每天排渣造成的溶劑損失量Q3為：

通過對以上溶劑消耗因素的客觀分析，得出溶劑日消耗分析值為：

737.4 kg溶劑消耗分析值與工藝設(shè)計值基本相符，而溶劑實際消耗與分析值、設(shè)計值都相差甚遠(yuǎn)，由此可知溶劑絕大部分消耗的唯一途徑是：由于反應(yīng)氣體的夾帶作用，使溶劑從吸收塔頂管線吹出至焚燒爐造成的。在溶劑消耗異常升高時最直觀的表征就是焚燒爐負(fù)荷不變的情況下爐膛溫度能上升30 ℃以上。

3 吸收塔頂霧沫夾帶影響分析

由于氣相在吸收塔內(nèi)最后流經(jīng)的是吸收塔頂部的兩層泡罩塔盤和絲網(wǎng)除沫器，所以對泡罩塔的霧沫夾帶進行研究是很有必要的。根據(jù)亨特提出的霧沫夾帶量經(jīng)驗計算式：

若考慮實際中表面張力和操作壓力影響因素，則要對霧沫夾帶計算式進行修正[1]：

在泡罩塔結(jié)構(gòu)尺寸不變的情況下，將理想氣體狀態(tài)方程：PVnRT=與（8）式關(guān)聯(lián)，可得：

3.1 吸收塔頂壓力影響與優(yōu)化控制

在第2到第3天將吸收塔頂壓力控制從60 kPa優(yōu)化調(diào)整到52 kPa后，從圖2可以看出溶劑消耗明顯下降，這也就印證了吸收塔頂霧沫夾帶是造成溶劑損失的主要途徑。通過吸收塔頂出口壓力控制，氣相霧沫夾帶量明顯下降，為塔頂絲網(wǎng)除沫器的氣液分離創(chuàng)造了良好的前提條件。

圖2 壓力調(diào)節(jié)前后溶劑消耗圖Fig.2 Contrast of solvent consumption

3.2 吸收塔溶劑水含量影響與控制

在相同的操作條件下，隨著液體粘度的增大，塔板上的清夜層高度增大，泡沫層高度降低，板壓降降低，霧沫夾帶量降低，液體粘度與霧沫夾帶量的關(guān)聯(lián)式為[2]：ev∝μ-0.09780～0.09918，其中μ為液體粘度。由于71℃時溶劑粘度無法查到，我們用兩參數(shù)經(jīng)驗式[3,4]：

可算出71 ℃時溶劑的粘度為3.2 cp，從表4我們可以看出，相同溫度下溶劑的粘度遠(yuǎn)大于水的。如果溶劑中水含量增加，將會使塔內(nèi)液相粘度降低，增加霧沫夾帶量。由于溶劑與水不相溶，液相流動狀態(tài)下水的引入將會使原溶劑破碎，影響塔內(nèi)液相分布狀況，塔中氣體更容易流過塔盤，氣相通過塔盤的流速變大，霧沫夾帶狀況將進一步惡化。溶劑中水含量增加，會使產(chǎn)品順酐反應(yīng)生成順?biāo)岷头此?，降低產(chǎn)品收率的同時增加了液相對設(shè)備的腐蝕。

表3 水、溶劑粘度表Table 3 Viscosity of water and solvent cp

溶劑中水含量的控制措施有：通過定期檢查與溶劑系統(tǒng)相關(guān)聯(lián)的各走水換熱器的泄漏情況，加大吸收塔底氣提空氣的流量和溫度以及控制好溶劑洗滌工段來解決。溶劑系統(tǒng)中貧溶劑被送至離心機分離后，得到含水再生溶劑，溶劑經(jīng)過再生溶劑氣提塔將水分氣提后作為干溶劑進入吸收塔頂，而氣提后的含水空氣進入吸收塔底部。如果離心分離效果不好，溶劑中含水較多，氣提空氣夾帶的水分將會對吸收塔的溶劑消耗造成影響。建議將氣提后的空氣改由吸收塔頂部進入或并入至吸收塔頂出口管線中。

4 吸收塔頂網(wǎng)除沫器改造

意大利Conser技術(shù)在吸收塔頂使用圓盤式絲網(wǎng)除沫器,該絲網(wǎng)除沫器由纏繞的絲網(wǎng)層層平行緊壓而成型,分離器不僅導(dǎo)流機構(gòu)少, 碰撞到網(wǎng)除沫器的霧沫很多沒有匯集到導(dǎo)流管中, 大部分霧沫很難匯集形成液滴流下而實現(xiàn)分離, 即使有小液滴形成, 也很容易被氣體出口附近的高速氣流再次霧化并攜帶出塔頂,分離效果有限。由于絲網(wǎng)纏得緊、壓得實, 氣體和霧沫中的固形物很容易被截留在絲網(wǎng)上而堵塞絲網(wǎng)網(wǎng)間隙, 不僅對液滴的分離效率不高,還增加了系統(tǒng)的阻力。[5]為保證絲網(wǎng)除沫器的效率，只能加大對絲網(wǎng)除沫器進行清洗的頻次，每次在對吸收塔塔頂絲網(wǎng)除沫器進行清洗后溶劑消耗有明顯下降。

2012年檢修后更換使用了改進型霧沫分離器，該分離器整體采用錐形結(jié)構(gòu)（如圖3），把每層絲網(wǎng)網(wǎng)孔均拉成菱形后均勻地分層纏繞在錐形的固定架上,增加了工藝空氣與除霧器接觸面積，更有利于降低空氣流通阻力,并使絲網(wǎng)均具有整體導(dǎo)流作用。分離液滴在重力的作用下,將沿著菱形絲網(wǎng)下落、集聚,最后通過分離器的錐形邊緣導(dǎo)向塔壁并沿著塔壁流到塔盤上。該結(jié)構(gòu)有利于導(dǎo)流，實現(xiàn)了分離、導(dǎo)流一體化，不需要另外設(shè)置導(dǎo)流機構(gòu)。

圖3 塔體新型絲網(wǎng)安裝示意圖Fig.3 New wire mesh demister installation diagram

5 吸收塔頂出口管線增設(shè)簡易分離器

由于吸收塔頂霧沫夾帶是造成溶劑異常消耗的途徑，回收此部分溶劑，將有效降低工藝運行過程中的溶劑消耗。在吸收塔頂出口氣相管線由豎直向下轉(zhuǎn)為水平管彎管處管線底部進行改造，增設(shè)盲腸分離器管頭, 利用原有管架固定（圖4）。

紅色虛線部分為倒裝的錐形絲網(wǎng)除沫器，當(dāng)氣相由豎直向下轉(zhuǎn)變?yōu)樗椒较蛄鹘?jīng)倒錐形絲網(wǎng)除沫器上方時，由于霧沫夾帶的溶劑密度和粒度均大于氣相組分，溶劑的慣性也就大于氣相組分，氣相夾帶的溶劑液滴和順管壁下流的液體靠重力作用落入倒錐形，再沿著絲網(wǎng)落入盲管死角，從而避免了由于氣相擾動引起對已分離出液體的再次夾帶，倒錐形結(jié)構(gòu)也更有利于分離液體的導(dǎo)流，使液體更容易匯集后留到盲管死角收集站。豎直管段越長，液滴在重力加速作用下在錐形絲網(wǎng)上方具有更大的向下速度，更有利于液滴的分離。盲管死角收集站中分離液體液位達到一定高度時，分離器底部管線中自動閥將自動開啟，實現(xiàn)了分離液體的轉(zhuǎn)移。此簡易分離器成本低，分離效率高。

圖4 簡易分離器示意圖Fig.4 The diagram of simple separator

6 結(jié)束語

吸收塔頂霧沫夾帶是造成溶劑異常消耗的主要因素。通過優(yōu)化吸收塔頂壓力控制、嚴(yán)格控制溶劑系統(tǒng)含水量、利用立體空間結(jié)構(gòu)改造吸收塔頂絲網(wǎng)除沫器和在吸收塔頂出口管線增加簡易分離器，對策簡單實用，有效的降低了吸收塔頂溶劑霧沫夾帶量，又使尾氣中夾帶的溶劑得到進一步分離并回收利用，達到了預(yù)防為主，防治結(jié)合的目的，切實降低了溶劑消耗。

符號說明：

P—飽和蒸氣壓，Pa；

t—溶劑溫度，℃；

eV—霧沫夾帶量，kg液體·kg；

A、B、C —安托因常數(shù)

σ—液體表面張力，N/m；

HT—板間距，m；

un—按氣體實際通過面積計算的氣速，m/s；

Hf—泡沫層高度，m；

M—氣體平均分子量；

ρG—氣相密度，kg·m-3；

△ρ—液氣相密度差，kg·m-3；

n—單位時間通過的氣體總分子量，mol/h；

ρ液—液相密度，kg·m-3；

S—氣體通過泡罩塔時的流通面積，m2；

M—氣體平均分子量；

T—通過泡罩塔時氣體的溫度，K；

P—通過泡罩塔時氣體的壓強，Pa；

R—為普適氣體常量，值為8.314；

μ—液體在溫度為T時的粘度，cp；

C,D —回歸系數(shù)；

T —液體溫度，K；

Q1、 Q2、Q3—溶劑消耗量，t。

［1］王余偉，王金堂．泡罩塔負(fù)荷性能圖及其應(yīng)用[J].合成技術(shù)及應(yīng)用，2006，21（3）： 40-44．

［2］張云．液相粘度對篩板塔流體力學(xué)性能的影響[D]. 杭州：浙江工業(yè)大學(xué)，2006．

［3］劉洪勤．若干液體粘度經(jīng)驗關(guān)聯(lián)式的推演及評價[J]. 北京化工學(xué)院學(xué)報(自然科學(xué)版)，1990，17（1）：6-11．

［4］Reid R C,et al. The properties of Gases and Liquids[M].4th ed. New York：Mc-Graw-Hill, 1987.

［5］周生賢，王曉丹，肖廣苓．改造氣液分離設(shè)備提高分離效率[J].化工設(shè)計通訊，2011.6，37（3）： 16-17．

Cause Analysis and Countermeasures of High Solvent Loss in Maleic Anhydride Solvent Absorption Process

WU Zhen-kuo，LIU Dong-bin
（PetroChina Tuha Oilfield Branch Company Peterochemical Plant, Xinjiang Shanshan 838202，China）

The maleic anhydride solvent absorption method is to separate maleic anhydride from the reaction gas with dibutyl phthalate as solvent in the absorption tower. So absorption efficiency and solvent loss in the absorption process are key process control indicators，and how to reduce the solvent loss is very important. In this paper, influence factors of solvent loss were analyzed; reasons to result in high solvent loss were found out; the countermeasures were put forward. At last, the solvent loss in the separation process was effectively controlled.

maleic anhydride；solvent absorption; loss factor; efficiency; analysis; control

TQ 245

： B

： 1671-0460（2014）04-0536-04

2013-09-26

吳振闊（1983-），男，廣西宜州人，工程師，2007年畢業(yè)于蘭州大學(xué)化學(xué)工程與工藝專業(yè)，研究方向：從事石油化工生產(chǎn)安全管理工作。