甲醇生产主精馏塔的模拟计算

第23卷1995年憔料化学学报JOURNALOFFUELCHEMISTRYANDTECHNOLOGYVol.23June理;泥甲醇生产主精馏塔的模拟计算’钱仁渊程明霄史美仁秦金平张菊珍(南京化工学院,南京210009)苏晾柴国墉(化工部科学技术研究总院,北京100083)摘要对甲醇精馏主塔进行了模拟计算,并以一实际生产装置沿塔身的温度与浓度分布进行了验证。结果表明,水和甲醇的平均偏差为。.9%,微量杂质,不计丁基油,平均偏差为49ppm,温度平均偏差为2.9℃。说明本计算方法及采用的模型参数是可靠的,可用于工程计算。本文进一步指出,为降低废水中醇类含量,较理想的方法是选择合适的精甲醇与丁基油的采出量。关健词甲醇,废水,精馏,数模计算甲醇精制一般采用二塔或三塔流程[lj,但无论是二塔还是三塔流程,大致以预塔脱除轻组份杂质,主塔脱除重组份杂质。轻组份杂质一般均可回收利用,而重组份杂质,一部分作为丁基油采出,剩余的则随废水排放成了环境的污染源。主塔塔底废水目前控制甲醇含量IW%,一般为0.4W%巨‘〕,这不仅大量浪费了宝贵的甲醇产品,也使废水的环保处理任务加重。按全国年产60万吨甲醇计算,若废水含甲醇0.4%,则每年浪费甲醇约700吨,而环保处理费用将远远超过这700吨甲醇的价值。国外对主塔塔底甲醇含量的要求已降到了0.05W%[z1。为减少甲醇损失,减轻环保负担,我们对甲醇精馏主塔进行了模拟计算,以寻找更合理的工艺操作条件。显然,正确可靠的模拟计算软件也可用来审核现在生产装置的使用是否合理,找出问题之所在。1计算方法及其可靠性验证计算程序及汽液平衡等模型参数同文献〔,一5〕。文献「5〕用小型筛板塔验证了本计算方法及采用的模型参数的可靠性,但其对象是低碳燃料醇,所关心的组份和本文合成甲醇所关心的杂质组份不完全一致,为此我们以某厂工业装置的实际生产状态验证了计算方法及模型参数对计算甲醇精馏主塔的可靠性。生产装置主塔共有86块塔板,由下往上数,釜底为第。块板,塔顶为第86块板,成品甲醇在80块板处采出,原料进入第19块板,侧线在第8块板,采用少量丁基油。我们除采得了釜底—1994年7月12日收到。化工部基金资助项目。2期钱仁渊等:甲醇生产主精馏塔的模拟计算163(第。块实际板),侧线(第8块实际板),产品(第80块实际板),回流(第87块实际板,冷凝器也算一块板)及原料(进入第19块实际板)等样品外,沿塔身还采得了第30、40、50块实际板上的液相样,同时测定了第。、6、10、20、26、30、36、64、76及86块实际板的温度。有了这些实测数据,就可和计算所得的温度和各组份浓度沿塔身的变化进行比较。表1组成的实测值与计算值Table1ExperimentalandealeulatedeoneentrationvaluesofeompositionComPonents.StreamNTN^No1319ExP.V.WMEn一Pi一Pn一Bs一Bi一Bn一Ai一A35.5064.4622737451833123.92.7FeedExP.V.99.620.3730401.912125.44.31.8一勺,口…b只U00口Ž匕八j月了..…。。.民d月悦匕J1100八川100Cal.V.99.680.3120I尧v.0.060.0610ExP.V.34.1265.481169278Cal.V.36.3462.063735I犯v.2.133.422566ExP.V.31.1968.7257531430Cal.V.28.7671.136031尧v.2.432.4128ExP.V.11.0388.71121242040Cal.V.ll.2688.5212591关v.0.230.1947ExP.V.6.2793.48151552450Cal.V.5.4994.271499I无v.0.780.7916ExP.V.0.0799.9121263680Cal.V.0.1099.863031天v.0.030.0591382.427105.110.720.51520.36.4561369328671364.03439186911904226151416.92878150011583359137812.99715414136120.8702641159160.92711037740.1137887350598390479压〕ttomSideStTesfllProduet0.0799.93Reflux月任11O口0:Q†0O口连.八jƒUŽU:0OExP.V73787Cal.V.块v.,Methanolandwaterpresentedinmole%,theotherspresentedinppm.Theaveragedeviationswere0.009for14datapointsofmethanolandwater,and479ppmfor29datapointsofallmiero一eomponents,and49ppmfor21datapointsofthoseexeludingNo.2.Notes:NT:theoretieplatenumber;N、:aetualPlatenumber;W:waterM:methanol;E:ethanol;n一P:n一propylaleohol;i一P:isopropylaleohol;刀一B:n一butylaleohol;s一B:see一butylaleohol;;一B:isobutylaleohol;凡一A:”一amylaleohol;i一A:isoamylaleohol;ExP.V.:experimentalvalues:Cal.V.:ealeulatedvalues;Dev.:deviation164燃料化学学报23卷计算结果,全塔共38块理论板(包括釜底和冷凝器),由下往上数釜底为第O块理论板,塔顶即第36块理论板。成品甲醇在第36块理论板处采出,原料入第13块理论板,丁基油在第7块理论板处采出。流量以进料为1,则相应精甲醇采出为0.639,丁基油采出为0.007,回流量为1.25,釜底采出为0.353,回流液采出少量为0.001。(a)一cal0CH。(CH:):CH:OH(exp)一CHoCHZCHOHCH:(exP)_林CH3CH(CH,)CH之OH(cxP-l(b)__-~~.-‘.与浮Ur.cH.(cH:).CH刀H‘e匹p)1oCH刃H(CH一)CH声H刃H(exP)0S口目.工d00,目1人的‘州.1么O跳01二,、妞。经竺,旦,竺竺二二二0.000010.00010.0010.010.Coneentrar.o,1/mo】写0.0一,0010.0001一0.0010;O面Concentr.t沁n/咖l%O。l(e)二C:H刀H(exp)}n刁万eH:()H(exp)列l诱},‘二p)n3“卜7.Ocal·、、赴CH尤H刃H之OH(exP)0.CH3CHOHCH:(exp)0nU‘邝,立s。-.工d00乃‘,三s。例.一d贯0010.010.111()(二oneentra:ion加01%l门00.000010.00010.0010.010.1COneenrrat.on/励l%图1Fig.1Thedistributionof各组份沿塔身的分布eomponenteoneentrationsalongtheeolumn表2温度的实测值与计算值Table2ExPerimentalandealeulatedvaluesoftemPerature一C:I.e蕊卜Temperature/CNoNTN八—Exp.V.Cal.V.Dev.30o$,a.-一岛100112108.63.42568382.10.938108077.82.2413207176.65.6514267075.75.7614307475.71.7717366973.54.5830646868.70.7934766967.81.21037867067.42.62080ioo120T/℃图2Fig.2The温度沿塔身的分布distributionoftemPeraturealongtheeolumn2期钱仁渊等:甲醇生产主精馏塔的模拟计算165计算值与实测值比较见表1、表2、图1及图2。由表1及图1可见,组成计算值与实测值除侧线采出的丁基油组成相差较大外,其它大致能较好相符。水和甲醇共14个点的平均偏差为0.90%。微量杂质组份,不计丁基油,共21个点的平均绝对偏差为49ppm。由表2及图2可知,温度十个点的平均偏差为2.9℃,最大5.7℃。由此说明本计算方法与采用的模型参数是可靠的,可以用于工程计算。丁基油组份偏差较大的原因将讨论于后。2讨论2.1我们曾指出[5],要验证精馏塔数模计算的可靠性,单凭塔顶、塔底组成相符是不够的,特别是对那些沿塔身有极值的组分,要使塔身的组成相符远较塔顶、塔底组成相符困难得多,因为塔顶、塔底组成很大程度上受到物料平衡的制约。由表1可知,甲醇精馏主塔中的微量醇类杂质(从C:到CS醇)沿塔身几乎都出现极值,乙醇和异丙醇甚至出现了两个明显的极值。我们的计算结果很好地反映了这一情况(见图1)。2.2丁基油实际出料量很少(每小时只有几十立升),因此流量相对波动很大。计算是按稳定流量计算的,由下节我们将可以看到,丁基油出料量的波动对其组成影响非常大,这可能是造成丁基油组成计算值和实测值相差较大的原因。由表1也可看到,所有杂质组分均为正偏差,即计算值高于实测值。当然丁基油出料口附近杂质组分随理论板变化较大也是造成计算值与实测值相差较大的一个原因川。2.3应该指出,在计算中,原料组成全部采用了实测值,实际上原料组成分析、采样都有误差,而原料组成不大的变化可能引起塔身组成较大的变化。因此若对原料组成作适当的调整,计算值与实测值符合得更好。2.4本计算总塔效率比较低,不到50%,其原因可能是甲醇一水体系的粘度、表面张力、蒸发潜热等都比较大,另一方面也可能是由操作波动较大所致。特别是出料波动极易造成塔身组成的平移。2.5主塔产品是精甲醇,工厂对精甲醇产品质量很重视,而主塔塔底排出废水,在环保监督不太严时,工厂相对来说较少重视,因此采样时比较容易得到稳定组成的精馏段样品,较难得到有代表性的提馏段样品。我们在普查一些工厂的甲醇精馏情况时,就发现了这一情况,塔底组成波动很大困。3较佳工艺条件计算有了可靠的数学模型(包括模型参数)就可以用它来选择较佳的工艺条件。表3摘录了部分按上述生产装置计算为基准,考察各因素对釜底废水组成的影响的计算结果,其中编号1#是生产装置的计算结果。比较表3的2#与1#可见,增加总理论板数,釜底废水中醇含量有所下降,但增加理论板会增加设备投资,因此不能说是一个好办法。当然,若能增加板效来提高总理论板数是一可取的措施。同样,增加回流比来降低釜底醇含量也不是一个理想的办法,因为,这会增加能耗。比较3#与1#,回流比由1.25增加到1.3,釜底含醇量降低不多,但计算得到的能耗却增加了约4%(表中未列出)。166燃料化学学报23卷表3不同条件下精甲醉采出与釜底出料组成ppm(mole)Table3Produetandbottomseompositionppm(mole)underdifferentoperatingeonditionsProduet.’Bottom(warer)NoConditions荟——WEi一PMEn一Pi一Pn一Bs一Bi一B”一Ai一A1Commericialdeviee100830348.6311520.337.72.427.410.25.110.77.52NumberoftotaltheoreticPlates4160930647.8250514.728.71.720.96.63.310.57.53Reflux/Feedl.347929634.2216215.124.42.318.05.42.710.47.54Theoret让PlateNoforfeeding1173932758