專利名稱：共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法。
技術(shù)背景
對苯二甲酸(Terephthalic Acid，ΤΑ)的工業(yè)生產(chǎn)一般采用對二甲苯液相氧化技術(shù)，即在氧化反應(yīng)器內(nèi)通入作為溶劑的醋酸，通入作為催化劑和助催化劑的醋酸鈷、醋 酸錳和溴化氫，同時通入原料對二甲苯和空氣進(jìn)行氧化反應(yīng)。由于在氧化反應(yīng)過程中會 產(chǎn)生大量的反應(yīng)熱，所以氧化反應(yīng)器中的溶劑、反應(yīng)過程中產(chǎn)生的水和一些反應(yīng)副產(chǎn)物 會被大量蒸發(fā)出來。這些蒸發(fā)出來的蒸汽在一系列串聯(lián)的換熱器中進(jìn)行冷凝和冷卻，得 到的凝液部分送回氧化反應(yīng)器，其余送溶劑脫水塔處理。PTA裝置的規(guī)模日趨增大，目 前最大規(guī)模都已經(jīng)達(dá)到百萬噸/年。由于設(shè)備制造方面的局限性，一般單臺反應(yīng)器的能 力不能滿足百萬噸/年規(guī)模的要求，習(xí)慣的做法是采用兩臺反應(yīng)器，而后續(xù)分離單元為 一套，即所謂兩頭一尾的形式。當(dāng)單臺反應(yīng)器檢修或其他原因停掉后，只運(yùn)行一臺反應(yīng) 器。再考慮單臺反應(yīng)器合理的生產(chǎn)波動，則對于后續(xù)分離系統(tǒng)就存在40 110%負(fù)荷大 范圍波動的情況。同時由于生產(chǎn)規(guī)模大，精餾塔的體積也相應(yīng)增大，這使得精餾塔對進(jìn) 料，回流，再沸器提供的加熱量等的響應(yīng)的時間增加，調(diào)節(jié)困難。
送溶劑脫水塔處理的凝液一般含40 70% (wt)的水，60 30% (wt)的醋酸， 同時含少量的氧化反應(yīng)副產(chǎn)物醋酸甲酯和微量未反應(yīng)的對二甲苯。溶劑脫水塔的作用是 將水和醋酸進(jìn)行分離。在溶劑脫水塔的塔釜得到醋酸含量約95% (wt)、水含量約5% (wt)的脫水溶劑，送回氧化工段循環(huán)使用。氧化反應(yīng)中產(chǎn)生的水需要在溶劑脫水塔的塔 頂排出，且要使排出水中的醋酸含量盡可能的低。由于水和醋酸系統(tǒng)的非理想性極強(qiáng)， 因此采用直接精餾的方法進(jìn)行分離很困難，往往需要數(shù)量很多的塔板和/或很高的回流 比。為此許多研究者嘗試采用共沸精餾方法來進(jìn)行水和醋酸的分離。文獻(xiàn)GB1576787 公開了以醋酸正丁酯為共沸劑，采用共沸精餾方法對醋酸含量為43.49% (wt)、水含量為 56.51% (wt)的進(jìn)料進(jìn)行分離的研究結(jié)果。該溶劑脫水塔有50塊塔板，在塔釜得到醋酸 含量為93.30% (wt)、水含量為6.70% (wt)的脫水溶劑。從塔頂蒸出的蒸汽經(jīng)冷凝、冷卻 后進(jìn)入一分層器，在該分層器中經(jīng)靜置后分成兩相，即富含醋酸正丁酯的有機(jī)相和富含 水的水相。因密度不同，水相沉積在下層而有機(jī)相浮在上層。有機(jī)相物料大部分作為塔 頂回流，從塔頂處加入溶劑脫水塔。少部分(約10Wt% )作為側(cè)線回流在26#和27#塔 板之間加入溶劑脫水塔，其流量根據(jù)31#塔板(靈敏板，從下至上數(shù))的溫度進(jìn)行控制。 水相物料部分也作為回流從塔頂處加入溶劑脫水塔，其余部分作為廢水排出塔外。在采 用該專利技術(shù)建造的工業(yè)裝置中，溶劑脫水塔有60塊塔板，塔的進(jìn)料流量由控制閥進(jìn)行 控制，以保持進(jìn)料流量的穩(wěn)定。排出塔的廢水量根據(jù)分層器的液位控制。從塔頂加入的 有機(jī)相物料流量和水相物料流量均設(shè)控制閥進(jìn)行控制，以保持回流量的穩(wěn)定。進(jìn)塔底再 沸器的蒸汽流量則根據(jù)塔釜處的溫度進(jìn)行控制。采用上述共沸精餾方法操作的溶劑脫水 塔能在進(jìn)料保持穩(wěn)定的條件下平穩(wěn)操作，使塔頂排出的廢水中醋酸含量達(dá)到0.1% (wt),塔底排出的脫水溶劑中水的含量在5 10% (wt)之間。醋酸含量在95 90% (wt)之 間。
但是，采用上述共沸精餾方法操作的溶劑脫水塔的控制方式有局限性，它無法 在進(jìn)料流量有較大變化時實(shí)現(xiàn)自動控制。由于精餾塔本身的操作彈性范圍有限，一般在 70 110%的區(qū)間內(nèi)，操作比較平穩(wěn)，當(dāng)負(fù)荷過低時，會出現(xiàn)漏液等等現(xiàn)象，嚴(yán)重影響 精餾塔效率，使分離不能正常進(jìn)行。在進(jìn)料負(fù)荷小于一定程度后，簡單的根據(jù)進(jìn)料流量 調(diào)整回流量，就會出現(xiàn)精餾塔不能操作的現(xiàn)象。所謂漏液，是指氣體通過篩孔的速度較 小時，氣體通過篩孔的動壓不足以阻止板上液體的流下，液體會直接從孔口落下。漏液 量隨孔速的增大與板上液層高度的降低而減小。漏液會影響氣液在塔板上的充分接觸， 降低傳質(zhì)效果，嚴(yán)重時將使塔板上不能積液而無法操作。漏液率即漏液量與液相流量的 比值百分?jǐn)?shù)。一般，漏液率小于10%時，不會影響精餾塔正常操作，大于20%時，就嚴(yán) 重影響板效率，甚至無法操作。
此外，當(dāng)進(jìn)料大幅度減少時，進(jìn)料中的水量也大幅度減少，由于采用共沸精 餾，塔頂汽相出料中的共沸物組成是一定的(塔頂?shù)膲毫σ欢?，即塔頂水和共沸劑的比 例是一定的(如，塔頂汽相中水為76摩爾/小時，醋酸正丁酯即M摩爾/小時)。由于 選用的共沸劑為醋酸正丁酯，其沸點(diǎn)為U6°C，高于醋酸的沸點(diǎn)(118°C)，如果塔內(nèi)醋酸 正丁酯相對過剩，則由于其沸點(diǎn)最高，很大部分將掉落到提留段，從而隨塔釜液一起被 送到氧化反應(yīng)器中被分解而消耗。如不改變原有的操作方法，則在從100%進(jìn)料負(fù)荷調(diào)整 到40%的進(jìn)料負(fù)荷的過程中，至少有20%以上的循環(huán)共沸劑將浪費(fèi)掉。文獻(xiàn)GB1576787 塔頂回流的流量一定，如果需要調(diào)整，需要操作工手動重新設(shè)定流量值，這樣不但增加 了操作工的工作量，由于人為設(shè)定的滯后，在調(diào)整過程中，就已經(jīng)會有共沸劑損失。發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明所要解決的技術(shù)問題是現(xiàn)有技術(shù)中溶劑脫水塔的控制方式有局限性，無 法在進(jìn)料流量有較大變化時實(shí)現(xiàn)自動控制，以及隨進(jìn)料負(fù)荷變化，共沸劑循環(huán)損失量大 的問題，提供一種新的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法。該方法能在進(jìn)料流量在 正常負(fù)荷的40 110%范圍內(nèi)變化時，溶劑脫水塔仍舊能平穩(wěn)連續(xù)操作，并且共沸劑的 循環(huán)損失量大大減少。
為解決上述技術(shù)問題，本發(fā)明采用的技術(shù)方案如下一種共沸精餾分離醋酸和 水的連續(xù)生產(chǎn)方法，包括以下步驟
a)來自醋酸中間罐1的醋酸水溶液5從精餾塔4的中部進(jìn)料，在共沸劑的存在下 進(jìn)行共沸精餾，塔底得到重量百分比濃度為90 95%的醋酸，塔頂?shù)玫胶泄卜袆┖退?的汽相物流17;其中，醋酸水溶液5的進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位采用均勻串級 控制；
b)物流17進(jìn)入層析器14分層，上層為含共沸劑的油相，下層為水相；
C)上層油相先進(jìn)入共沸劑緩沖罐12，然后分為A、B兩股，A股回流至精餾塔 4塔頂，B股回流至精餾塔4精餾段中部；下層水相從層析器4底部流出后，分為C、D 兩股，C股回流至精餾塔4塔頂，D股流出界外；其中，B股的回流量根據(jù)靈敏板溫度 控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于精餾塔操作彈性范圍下限時，A股和C股的回流量受精餾塔進(jìn)料流量前饋控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量等于或小于操作彈性范圍下限時，A股回流量 按定流量控制，C股回流量受精餾塔進(jìn)料流量比例控制。
上述技術(shù)方案中，i)當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于精餾塔操作彈性范圍下限時，A股 回流量優(yōu)選方案為按照式-1確定
Roa = R0-R0b, R0 = FfXAwXK 式 _1
式-1中，R0為油相總回流量，RoaS A股回流量，Rob SB股回流量，F(xiàn)f為精 餾塔進(jìn)料流量，Aw為精餾塔進(jìn)料的水含量，K = 2.800 3.500 ； C股回流量優(yōu)選方案為 按照式-2確定
Rw = R0XO式-2
式-2中，R0為油相總回流量，RwSC股回流量，K2 = 0.016 0.060。ii)當(dāng) 精餾塔進(jìn)料流量等于或小于操作彈性范圍下限時，A股回流量優(yōu)選方案為按照操作彈性 范圍下限值的流量定流量控制；C股回流量優(yōu)選方案為按照式-3確定
Rw = (Fl-Ff) Aw+Fl X Aw X K2/ (K1-K2) 式 _3
式-3中，Rw為C股回流量，&為精餾塔操作彈性范圍下限值的流量，F(xiàn)f為精 餾塔進(jìn)料流量，Aw為精餾塔進(jìn)料的水含量，Kl = 0.355 0.400，K2 = 0.016 0.06。
上述技術(shù)方案中，以重量百分比計，醋酸水溶液中醋酸的含量優(yōu)選范圍為40 70%,更優(yōu)選范圍為55 65% ；水的含量優(yōu)選范圍為30 60%，更優(yōu)選范圍為35 45%。所述共沸劑優(yōu)選方案為選自常壓下沸點(diǎn)大于105°C的醋酸酯，更優(yōu)選方案為選自醋 酸正丁酯。所述精餾塔操作彈性范圍為正常負(fù)荷的70 110%。醋酸精餾塔4的操作條 件優(yōu)選范圍為塔頂溫度為81.4 102.2°C，塔釜溫度為105 130°C，壓力為-0.03 0.05MPaG,理論塔板數(shù)為30 50塊；更優(yōu)選范圍為塔頂溫度為90.8 93.3°C，塔釜溫 度為116 123.7°C，壓力為0 0.025A/ffaG，理論塔板數(shù)為；34 38塊。
本發(fā)明方法中，所謂正常負(fù)荷，即為設(shè)計負(fù)荷。如果設(shè)計負(fù)荷為5萬噸，則正 常負(fù)荷即為5萬噸。所謂進(jìn)料板，即為進(jìn)料口所對應(yīng)的塔板，進(jìn)料之上為精餾段，進(jìn)料 板之下為提餾段。所謂靈敏板，在精餾段或提餾段，溫度變化最為顯著的某些塔板；或 者說，這些塔板的溫度對外界干擾因素的反應(yīng)最靈敏。本發(fā)明中，所述各塔板，都是從 上至下數(shù)的。所謂均勻串級控制，是以流量為副參數(shù)、以液位為主參數(shù)的控制系統(tǒng)，是 為了克服調(diào)節(jié)閥前后壓力波動和被控過程的自平衡特性對流量的影響。所謂前饋控制， 是測取進(jìn)入過程的干擾，包括外界干擾和設(shè)定值變化，并按其信號產(chǎn)生合適的控制作用 去改變操縱變量，使受控變量維持在設(shè)定值上。
本發(fā)明方法中，精餾塔的進(jìn)料采用均勻串級控制。因?yàn)?，進(jìn)料如果采用簡單流 量控制，需不斷的人為調(diào)整進(jìn)料的設(shè)定值；進(jìn)料如果采用簡單液位控制，進(jìn)料流量可能 變化過于迅速，精餾塔的回流和再沸器響應(yīng)無法匹配，造成精餾塔操作障礙。
由于精餾塔本身的操作彈性范圍有限，一般在正常負(fù)荷的70 110%的區(qū)間內(nèi) 操作比較平穩(wěn)，當(dāng)負(fù)荷過低時，會出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，嚴(yán)重影響精餾塔效率，使分離不能正 常進(jìn)行。所以需根據(jù)精餾塔本身的操作彈性，采用不同的回流流量控制方法，精餾塔頂 水相、油相的流量控制方法分二段考慮。當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于塔的操作彈性范圍下限 時，塔頂水、油相回流受進(jìn)料流量前饋控制。當(dāng)進(jìn)料流量達(dá)到或小于塔的操作彈性范圍 下限時，塔頂油相回流改為定流量控制；水相回流受進(jìn)料量比例控制，按照式-3計算，6其實(shí)質(zhì)是在負(fù)荷下降的情況下適當(dāng)增加回流量，使精餾塔維持操作，同時又能防止共沸 劑大量掉落到塔底。
當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于塔的操作彈性范圍下限時，塔頂油相回流受進(jìn)料流量前 饋控制。這是因?yàn)閭?cè)線回流的調(diào)節(jié)范圍較小，塔頂為主回流。當(dāng)進(jìn)料流量變化較大時， 不能依靠側(cè)線回流調(diào)節(jié)，塔頂回流需要根據(jù)塔頂溫度，不斷調(diào)整回流量。如果采用反饋 控制，調(diào)節(jié)過程存在較大滯后現(xiàn)象。塔頂主回流采用前饋控制，可以及時使塔頂回流量 匹配進(jìn)料負(fù)荷，及時調(diào)整共沸劑回到塔內(nèi)的量，避免由于共沸劑在塔內(nèi)過量，造成共沸 劑損失。
當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量達(dá)到或小于塔的操作彈性范圍下限時，塔頂油相回流改為定 流量控制。如果操作彈性范圍為正常負(fù)荷的70 110%時，則塔頂油相回流流量按照正 常負(fù)荷70%時的流量控制。這是因?yàn)楫?dāng)塔的進(jìn)料流量小于精餾塔操作彈性范圍的要求 時，必須提高塔頂油相回流與進(jìn)料流量的比例，以保證精餾塔仍能處于正常的操作彈性 范圍內(nèi)。否則塔內(nèi)汽液相負(fù)荷小于精餾塔的操作范圍下限后，會造成漏液現(xiàn)象，嚴(yán)重影 響精餾塔效率，使分離不能正常進(jìn)行。
當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于塔的操作彈性范圍下限時，塔頂水回流采用前饋控制， 可以及時使塔頂水相回流量匹配進(jìn)料負(fù)荷，同時又及時與油相回流相匹配，以維持共沸 劑回到塔內(nèi)的量，避免由于共沸劑在塔內(nèi)過量，造成共沸劑損失。
當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量達(dá)到或小于塔的操作彈性范圍下限時，水相回流量受精餾塔 進(jìn)料流量比例控制。這是因?yàn)殡S著進(jìn)料流量小于精餾塔的操作彈性范圍的要求，必須增 加塔頂油相回流與進(jìn)料流量的比例，以保證精餾塔處于的正常操作彈性范圍內(nèi)。如果水 相回流仍接受前饋或定流量控制，醋酸正丁酯的塔內(nèi)循環(huán)量將過剩，會從塔底流失。因 此必須補(bǔ)償一定的水，使油相回流中增加的醋酸正丁酯能與足夠數(shù)量的水形成共沸物， 并從塔頂蒸出。
此外，本發(fā)明方法中，由于塔頂油相回流減少，精餾塔內(nèi)的共沸劑循環(huán)量將減 少，原有層析器的油相側(cè)容積不足，所以在層析器后，增加共沸劑緩沖罐。避免由于循 環(huán)共沸劑的量減少，造成層析器油相側(cè)滿罐。
采用本發(fā)明方法，可以使共沸精餾塔的進(jìn)料流量在正常負(fù)荷的40 110%范圍 內(nèi)變化時，仍舊能實(shí)現(xiàn)自動控制，平穩(wěn)操作，使塔頂排出的廢水中醋酸含量達(dá)到0.1重 量％，塔底排出的脫水溶劑中醋酸含量達(dá)到90 95重量％，共沸劑含量小于0.01重 量同時當(dāng)進(jìn)料流量從正常負(fù)荷變化到40%時，可使共沸劑的循環(huán)損失量最高降低 20%以上，取得了較好的技術(shù)效果。


圖1為本發(fā)明流程控制示意圖。
圖1中，1為醋酸中間罐，2為液位控制器，3為精餾塔進(jìn)料閥，4為精餾塔，5 為精餾塔進(jìn)料，6為精餾塔塔頂油相回流流量控制器，7為精餾塔塔頂油相回流控制閥，8為精餾塔側(cè)線油相回流溫度控制器，9為精餾塔側(cè)線油相回流控制閥，10為換熱器，11 為精餾塔塔釜出料，12為共沸劑緩沖罐，13為冷卻器，14為層析器，15為出料，16為 精餾塔側(cè)線油相回流，17為精餾塔塔頂汽相物流，18為精餾塔塔頂油相回流，19為精餾塔塔頂水相回流，20為精餾塔塔頂水相回流流量控制器，21為精餾塔塔頂水相回流控制閥。
圖1中，來自醋酸中間罐1的醋酸水溶液5經(jīng)過精餾塔進(jìn)料閥3從精餾塔4的 中部進(jìn)料，在共沸劑的存在下進(jìn)行共沸精餾，塔底得到重量百分比濃度為90 95%的醋 酸，塔頂?shù)玫胶泄卜袆┖退钠辔锪?7;其中醋酸水溶液5的進(jìn)料流量通過醋酸中 間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。物流17經(jīng)冷卻器13冷卻后進(jìn)入層析器14分 層，上層為含共沸劑的油相，下層為水相。上層油相先進(jìn)入共沸劑緩沖罐12，然后分為 兩路，一路回流至精餾塔4塔頂，一路回流至精餾塔4精餾段中部。其中，側(cè)線回流量根 據(jù)靈敏板溫度控制。塔頂油相回流量根據(jù)下述方式控制當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于正常負(fù) 荷的70%，塔頂油相回流量受進(jìn)料流量前饋控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量等于或小于正常負(fù) 荷的70%時，塔頂油相回流量按照70%進(jìn)料流量時的流量控制。層析器下層的水相從層 析器4底部流出后，分為兩路，一路回流至精餾塔4塔頂，一路作為塔頂出料流出界外。 塔頂水相回流量根據(jù)下述方式控制當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于正常負(fù)荷的70%，塔頂水相 回流量受進(jìn)料流量前饋控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量等于或小于正常負(fù)荷的70%時，塔頂水 相回流量受精餾塔進(jìn)料流量比例控制。
下面通過實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步闡述。
具體實(shí)施方式
實(shí)施例1
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為醋酸甲酯和對二甲苯。精餾塔共有60塊板(相當(dāng)于理論塔板數(shù)36塊)，進(jìn)料位置為 36#板，靈敏板位置為27#板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的100%。側(cè)線回流量為3758千克/ 小時，塔頂油相回流量為125000千克/小時，塔頂水相回流量為7000千克/小時。各 物流情況及控制效果見表1。
精餾塔內(nèi)件采用篩板。按照常規(guī)設(shè)計，板間距為550毫米，塔徑為5200毫米， 開孔率為10%，雙流型，汽相流速的下限是正常汽相下限的68%。
回流量和進(jìn)料量同步變化，落入塔底的醋酸正丁酯的量滿足工藝要求，小于100 毫克/千克。正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶、漏液嚴(yán)重影響精餾塔操作的現(xiàn) 象。
實(shí)施例2
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為醋酸甲酯和對二甲苯。精餾塔共有60塊板，進(jìn)料位置為36#板，靈敏板位置為27# 板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的110%。
精餾塔進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。側(cè)線 回流量根據(jù)靈敏板溫度控制，Rob = 4133.8。塔頂油相回流量受前饋控制，油相總回 流量 RgFfXAwXK = 71582.2X61.5 % X3.19 = 141413.8，塔頂油相回流量為 Roa = R0-Rob = 141413.8-4133.8 = 137500。塔頂水相回流量受前饋控制，Rw = RqXK2 = 141413.8X0.0543 = 7700。
精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。各物流情況及控制效果見表1。
回流量和進(jìn)料量同步變化，落入塔底的塔底醋酸正丁酯的漏出量滿足工藝要 求，小于100毫克/千克。正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶、漏液嚴(yán)重影響精 餾塔操作的現(xiàn)象。
實(shí)施例3
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為共沸劑醋酸甲酯和微量的對二甲苯。精餾塔共有60塊板，進(jìn)料位置為36#板，靈敏 板位置為27#板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的70%。
精餾塔進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。側(cè)線回 流量根據(jù)靈敏板溫度控制，Rob = 2630。塔頂油相回流量按照正常負(fù)荷的70%的流量控 制，塔頂油相回流量為Roa = 87500。塔頂水相回流量Rw = R0XK2 = 90130.6X0.054 =4900。
精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。各物流情況及控制效果見表1。
正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶現(xiàn)象，漏液率為15%，不影響精餾塔 操作。
實(shí)施例4
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為醋酸甲酯和對二甲苯。精餾塔共有60塊板，進(jìn)料位置為36#板，靈敏板位置為27# 板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的40%。
精餾塔進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。側(cè)線回 流量根據(jù)靈敏板溫度控制，Rob = 2204.6。塔頂油相回流量按照正常負(fù)荷的70%的流量 控制，塔頂油相回流量為Roa = 87500。塔頂水相回流量Rw= (Fe-Ff)A^FeXAwXO/ (K1-K2) = (45552.3-26029.9) X 0.615+45552.3 X 0.615 X 0.067/ (0.319-0.059) = 17262。
精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。各物流情況及控制效果見表1。
正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶現(xiàn)象，漏液率為15%，不影響精餾塔 操作。
實(shí)施例5
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為醋酸甲酯和對二甲苯。精餾塔共有60塊板，進(jìn)料位置為36#板，靈敏板位置為27# 板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的50%。
精餾塔進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。側(cè)線回 流量根據(jù)靈敏板溫度控制，Rob = 1879。塔頂油相回流量按照正常負(fù)荷的70%的流量控 制，塔頂油相回流量為Roa = 87500。塔頂水相回流量Rw= (FL-FF)AW+FLXAWXK2/ (K1-K2) = (45552.3-32537.4) X 0.615+45552.3 X 0.615 X 0.04/(0.319-0.04) = 13603。
精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。各物流情況及控制效果見表1。
正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶現(xiàn)象，漏液率為15%，不影響精餾塔 操作。
實(shí)施例6
采用圖1所示流程。以重量百分比計，進(jìn)料組成為水61.5%，醋酸37.8%，其 余為醋酸甲酯和對二甲苯。精餾塔共有60塊板，進(jìn)料位置為36#板，靈敏板位置為27#板。進(jìn)料量為正常負(fù)荷的60%。
精餾塔進(jìn)料流量通過醋酸中間罐1的液位控制器2采用均勻串級控制。側(cè)線回 流量根據(jù)靈敏板溫度控制，Rob = 3082。塔頂油相回流量按照正常負(fù)荷的70%的流量控 制，塔頂油相回流量為Roa = 87560。塔頂水相回流量Rw= (FL-FF)AW+FLXAWXK2/ (K1-K2) = (45552.3-39044.9) X 0.615+45552.3 X 0.615 X 0.054/(0.319-0.057) = 9043。
精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。各物流情況及控制效果見表1。
正常操作時不會發(fā)生不能接受的霧沫夾帶現(xiàn)象，漏液率為15%，不影響精餾塔 操作。
對比例1
同實(shí)施例1，只是進(jìn)料流量減少0.8%。測線回流調(diào)整2.6%，保證精餾 段靈敏板溫度不變。各物流情況及控制效果見表1。此時塔底醋酸正丁酯的含量達(dá)到 0.233%?？梢娺M(jìn)料流量變化對塔底醋酸正丁酯的含量影響很大。因此進(jìn)料變化太快時， 僅靠靈敏板溫度控制側(cè)線回流是不夠的。設(shè)置均勻串級控制和回流前饋控制是必須的。
對比例2
進(jìn)料量為正常負(fù)荷的40%，精餾塔內(nèi)件設(shè)計同實(shí)施例1。
采用GB1576787公開的控制方法，塔的進(jìn)料流量由控制閥進(jìn)行控制，塔頂油相 回流量和水相回流量均設(shè)控制閥進(jìn)行控制。
精餾塔嚴(yán)重漏液，漏液率超過50%，精餾塔不能操作。此設(shè)備是關(guān)鍵工段，此 設(shè)備不能操作會使整個工段不能操作，乃至影響到全廠，直至停車。
對比例3
進(jìn)料負(fù)荷從正常負(fù)荷變化到70%負(fù)荷。在此過程中，由于進(jìn)料量和回流量不匹 配，整個過程中塔底會不斷的有醋酸正丁酯流失到塔底。塔底流失的醋酸正丁酯隨溶劑 醋酸返回反應(yīng)系統(tǒng)。流失的醋酸正丁酯最終在反應(yīng)系統(tǒng)分解。
從100%負(fù)荷降到70%的過程中，進(jìn)料流量每小時均勻減少0.8%，塔底出料從 25075千克/小時變化到17552.5千克/小時，需要37.5小時，這個過程中有18噸醋酸正 丁酯從塔底流失。以醋酸正丁酯10000元/噸計算，此次調(diào)整將有18萬元的損失。
權(quán)利要求
1.一種共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，包括以下步驟a)來自醋酸中間罐(1)的醋酸水溶液(5)從精餾塔(4)的中部進(jìn)料，在共沸劑的存在 下進(jìn)行共沸精餾，塔底得到重量百分比濃度為90 95%的醋酸，塔頂?shù)玫胶泄卜袆┖?水的汽相物流(17)；其中，醋酸水溶液(5)的進(jìn)料流量通過醋酸中間罐(1)的液位采用 均勻串級控制；b)物流(17)進(jìn)入層析器(14)分層，上層為含共沸劑的油相，下層為水相；C)上層油相先進(jìn)入共沸劑緩沖罐(12)，然后分為A、B兩股，A股回流至精餾塔(4) 塔頂，B股回流至精餾塔(4)精餾段中部；下層水相從層析器(4)底部流出后，分為C、 D兩股，C股回流至精餾塔(4)塔頂，D股流出界外；其中，B股的回流量根據(jù)靈敏板溫 度控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于精餾塔操作彈性范圍下限時，A股和C股的回流量受精 餾塔進(jìn)料流量前饋控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量等于或小于操作彈性范圍下限時，A股回流 量按定流量控制，C股回流量受精餾塔進(jìn)料流量比例控制。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于i)當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于精餾塔操作彈性范圍下限時，A股回流量按照式-1確定Roa = RO-ROB' R0 = FfXAwXK 式 _1式-1中，R0為油相總回流量，RoaS A股回流量，Rob SB股回流量，F(xiàn)f*精餾塔 進(jìn)料流量，Aw為精餾塔進(jìn)料的水含量，K = 2.800 3.500 ；C股回流量按照式_2確定Rw = R0 X K2式—2式-2中，R0為油相總回流量，Rw為C股回流量，K2 = 0.016 0.06 ；ii)當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量等于或小于操作彈性范圍下限時，A股回流量按照操作彈性范圍下限值的流量定流量控制；C股回流量按照式_3確定Rw = (Fl-Ff) Aw+FlXAwXK2/ (K1-K2) 式-3式-3中，Rw為C股回流量，&為精餾塔操作彈性范圍下限值的流量，F(xiàn)f*精餾塔 進(jìn)料流量，Aw為精餾塔進(jìn)料的水含量，Kl = 0.355 0.400，K2 = 0.016 0.06。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于以重量百 分比計，醋酸水溶液(5)中醋酸的含量為40 70%，水的含量為30 60%。
4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于醋酸水 溶液(5)中醋酸的含量為55 65%，水的含量為35 45%。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于所述共 沸劑選自常壓下沸點(diǎn)大于105°C的醋酸酯。
6.根據(jù)權(quán)利要求5所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于所述共 沸劑選自醋酸正丁酯。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于所述精 餾塔操作彈性范圍為正常負(fù)荷的70 110%。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于醋酸 精餾塔(4)的操作條件為塔頂溫度為81.4 102.2°C，塔釜溫度為105 130°C，壓力為-0.03 0.05MPaG，理論塔板數(shù)為30 50塊。
9.根據(jù)權(quán)利要求8所述的共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，其特征在于醋酸精 餾塔⑷的操作條件為塔頂溫度為90.8 93.3°C，塔釜溫度為116 123.7°C，壓力為 0 0.025MPaG，理論塔板數(shù)為34 38塊。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種共沸精餾分離醋酸和水的連續(xù)生產(chǎn)方法，主要解決現(xiàn)有技術(shù)中溶劑脫水塔的控制方式有局限性，無法在進(jìn)料流量有較大變化時實(shí)現(xiàn)自動控制，以及隨進(jìn)料負(fù)荷變化，共沸劑循環(huán)損失量大的問題。本發(fā)明通過采用精餾塔的進(jìn)料流量通過醋酸中間罐的液位均勻串級控制；當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量大于塔的操作彈性范圍下限時，塔頂水、油相回流受進(jìn)料流量前饋控制；當(dāng)進(jìn)料流量達(dá)到或小于操作彈性范圍下限后，塔頂油相回流改為定流量控制，水相回流受進(jìn)料量比例控制的技術(shù)方案較好地解決了該問題，可應(yīng)用于共沸精餾分離醋酸和水的工業(yè)生產(chǎn)中。
文檔編號C07C51/46GK102020549SQ20091019545
公開日2011年4月20日 申請日期2009年9月10日 優(yōu)先權(quán)日2009年9月10日
發(fā)明者何勤偉, 李真澤, 陳迎 申請人:中國石化集團(tuán)上海工程有限公司, 中國石油化工股份有限公司