环己酮精馏酮塔串并联能物耗对比分析

2022-07-07田露

石油石化绿色低碳 2022年3期

田露

（巴陵石化公司炼油部，湖南岳阳 414014）

环己酮是己内酰胺和己二酸的生产原料，工业上多采用环己烷空气氧化法制取，该生产工艺的特点是转化率低、循环量大。某石化公司环己酮装置采用富氧氧化生产工艺[1]，该工艺是以富氧空气（氧含量21%～30%）替代空气或贫氧空气为氧源的一种新工艺。环己烷氧化后的氧化液经过分解、皂化、水洗以及烷塔分离得到的粗醇酮进入精馏工序分离出产品环己酮和中间产品环己醇，环己醇再经脱氢工序得到粗醇酮进入精馏工序分离。精馏工序作为环己酮生产装置的关键工序之一，其操作条件是否合理影响着装置的能物耗水平。精馏工序中的酮塔精馏采用真空精馏，主流程为：环己醇脱氢下料和烷四釜出料混合后送至轻塔，轻塔塔顶除去部分轻质油后，轻塔塔釜出料至酮塔，酮塔塔顶产出符合质量要求的环己酮，塔釜出料至醇塔，醇塔塔顶产出环己醇，塔釜产重质组分X油。

精馏需分离的组份有轻质油、环己酮、环己醇、重质组分X油等，共用5个填料塔分离。而整个产品产出过程在精馏酮塔，分离环己酮的酮塔为双塔，酮一塔分离能力大，酮二塔分离能力小，两个酮塔可采用串联或并联的方式进行分离操作。酮塔串联操作一般酮二塔在前，酮一塔在后。轻塔釜液进入酮二塔，分离出少量的酮产品，大部分酮进入酮一塔进行分离。该文主要针对酮一塔和酮二塔串联、并联的工艺进行分析，研究了环己酮精馏分离过程中能源和物耗损失，以获得最佳操作方式。

1 影响精馏酮塔消耗的原因

1.1 副产物的生成

环己酮的自身缩合含α-活泼氢的醛或酮，在碱或酸催化下与另一分子醛或酮进行缩合，形成β-羟基醛或酮，然后再失去一分子水，得α，β-不饱和醛或酮，这类反应称为醇醛缩合或酮酮缩合，反应生成环己酮二聚物（环己基环己酮、环己烯基环己酮）以及三聚物（环己二烯基环己酮）等[2]。二聚和三聚反应分别见式（1）和式（2）。

酮塔作为产出产品的精馏塔，其塔顶产物即为产品环己酮，物料损失主要在塔身和塔釜：一是塔身及塔釜内的醇酮不可逆聚合生成X油损失，二是塔釜含酮物料损失。酮塔釜含酮出料会进入醇塔，在精馏系统循环，但酮釜物料中所含酮会在醇塔进行聚合反应，生成X油，另外未在醇塔形成X油的部分会依次经过脱氢、轻塔、酮塔，在装置内循环过程中发生一定程度的酮酮—醇酮缩聚，造成物料损失。

1.2 停留时间

停留时间对缩合反应有极大影响，停留时间越长，缩聚反应的进行程度越大。由于该环己酮装置采用轻塔加碱生产化纤酮的工艺，物料在轻塔、酮塔、醇塔中运转时都会带有碱水，物料串联经过二个酮塔，延长了物料在塔内停留时间，增加了物料缩聚程度，造成X油生成比例增加。

2 酮塔串联工艺操作

2.1 酮塔串联工艺流程

环己酮装置酮精馏分离流程为双塔串联流程，即轻塔釜的釜液进入酮二塔，在再沸器蒸汽的作用下变成气相，塔顶物料一部分出料，一部分回流。酮二塔釜液进入酮一塔，塔顶物料一部分出料，一部分回流，酮一塔釜的物料通过酮塔釜液泵输送入醇塔。酮塔串联工艺流程见图1。

图1 酮塔串联工艺流程

串联方式下，酮一塔在前或酮二塔在前都不能降低后一塔的塔釜含酮量，在酮一塔、酮二塔分离能力不变的情况下，为保证塔顶产品质量，需控制塔釜含酮在23%以上。因此，串联工艺改进难度较大，改进幅度较小。

2.2 串联工艺蒸汽消耗

因酮一塔、酮二塔蒸汽再沸器未安装蒸汽计量仪表，需计算酮塔分离所需的能量。查表得环己醇、环己酮、轻组分的比热容及汽化热。数采读出酮一塔进料19.0 t/h，酮二塔进料9.6 t/h，酮一塔塔顶出料9.3 t/h，酮二塔塔顶出料2.5 t/h，酮塔分析数据见表1，根据两个酮塔塔顶、塔釜的物料组成、温度以及回流量，结合能量守恒定律，用两个塔的总蒸发量（回流量＋出料量）除以蒸汽汽化热，分别得出酮一、二塔消耗的蒸汽消耗量为7.07 t/h、2.41 t/h，两酮塔串联操作蒸汽消耗量为0.8 t/t酮。

表1 酮塔串联分析数据

2.4 副产物的生产

通过数据分析，环己酮精馏轻塔进料量为19 t/h，酮塔出料为11.8 t/h，X油出料量为0.65 t/h，而轻塔进料质量分析见表2。

表2 酮塔串联轻塔进料构成

副产物X油在精馏工序多产生量的计算公式见式（3）：

带入数据可算出X油在精馏工序多产生量为0.047 t/t酮。

3 酮塔并联工艺操作

3.1 酮塔并联工艺流程

环己酮装置酮精馏分离改为双塔并联流程，即轻一塔釜液分别进入酮一塔和酮二塔，进入酮塔的物料在再沸器蒸汽作用下变成气相，塔顶物料一部分出料，一部分回流，酮一、二塔塔釜物料通过釜液泵输送至醇塔。酮塔并联工艺流程见图2。

图2 酮塔并联工艺流程

3.2 工艺参数

（1）进料比例

按照两个酮塔的设计分离能力及运行的经验参数，摸索两个酮塔的负荷分配，并对两个酮塔并联工艺进行研究，确定符合各塔的工艺参数。两酮塔并联不同进料比例工艺数据见表3。

表3 酮塔并联不同进料比例摸索数据

根据表3数据，通过两个酮塔并联来降低酮釜含酮量的控制是可行的。为降低蒸汽消耗、减少环己酮损失，需低控两酮塔塔釜含酮量和回流比，故选取酮一塔与酮二塔进料比例为3.0∶1.0作为工艺控制指标。

采用二塔并联酮精馏，降低了酮釜含酮量，减少了内循环造成的缩聚，达到了改造目的。

（2）液位即停留时间

降低塔釜液位，可缩小塔内反应体积，减少物料在塔内停留时间，相当于减少了酮酮―醇酮缩聚的反应时间，会减少副产物的生成比例。为确保塔内轻组分的分离效果，不可无限制缩短停留时间，故停留时间是否充足的重要依据是塔釜组成的变化，具体数据见表4，控制酮塔釜不同的液位，即停留时间的变化，摸索塔釜含酮的变化。

表4 酮塔并联不同液位摸索数据

之前酮一、二釜分别控制在75%和35%左右。当酮一塔釜液位控制低于69%，酮二塔釜液位控制低于28%后，酮釜含酮量迅速上升，因此酮一塔釜液位下限为69%，酮二塔釜的下限为28%。根据摸索结果，对控制范围进行调整，将酮一塔釜液位控制在70%～72%，酮二塔釜液位控制在29%～31%，可有效降低酮釜含酮量。

3.3 并联操作蒸汽消耗

查表得环己醇、环己酮、轻组分的比热容及汽化热。数采读出酮一塔进料18 t/h，酮二塔进料6.5 t/h，酮一顶出料9.3 t/h，酮二顶出料3.8 t/h，两酮塔并联工艺分析数据见表5，根据两个酮塔塔顶、塔釜的物料组成、温度以及回流量，结合能量守恒定律：用两个塔的总蒸发量（回流量＋出料量）除以蒸汽汽化热，分别求出酮一、二塔蒸汽消耗量为6.85 t/h、3 t/h。故两酮塔并联操作蒸汽消耗量为0.69 t/t酮。