異戊二烯生產工藝流程的模擬與優化

顧國威，朱 靜，吳文濤

(1 沈陽工業大學石油化工學院，遼寧 遼陽 111003；2 中石油遼陽石化分公司，遼寧 遼陽 111003 )

近年來中國煉化一體化和煤制烯烴技術發展迅速，乙烯產能擴大的同時副產大量的C5餾分。如何實現C5資源的綜合利用，生產出既有使用價值又有市場需求量的化工產品，是化工科技界面臨的新的挑戰[1]。

異戊二烯別名2-甲基-1，3-丁二烯，常溫下無色易揮發[2]，是合成橡膠的重要單體，主要用于合成異戊橡膠(IR)、苯乙烯-異戊二烯-苯乙烯嵌段共聚物(SIS)[3]；其次用作合成丁基橡膠(IIR)的共聚單體，以改進IIR的硫化性能[4-5]；另外，異戊二烯還用于制造農藥、醫藥、香料及黏結劑等[6-7]。目前，全球異戊二烯總產能為129.75萬噸/年，主要分布在俄羅斯、美國、日本、巴西、韓國和中國。近幾年只有中國和韓國有產能增長。預計2021～2024年，我國異戊二烯需求量將穩定增長，年均增速在5%～8%范圍內。

Asplen Plus廣泛用于化工流程模擬，本文利用該軟件對以C5抽余油為原料，采用一步脫氫法制備異戊二烯[8]的工藝流程進行了模擬，并利用Sensitivity模塊對塔的操作參數進行了模擬優化，得到優化后的工藝參數。

1 原料組成

本工藝所用原料為某廠乙烯裂解裝置副產的C5抽余油，其組成如表1所示。

表1 C5抽余油組成

2 工藝流程模擬

本工藝包括原料預處理工段、正戊烷異構化工段、異戊二烯合成與精制工段。

2.1 原料預處理工段

以NMP為萃取劑通過萃取精餾將C5抽余油分離為異丁烯、1-丁烯、異丁烷及其他C5混合物，工藝流程如圖1所示。

圖1 原料預處理工段流程圖

C5抽余油、補充萃取劑和循環萃取劑NMP在T1001脫戊烷塔內進行烷烴和烯烴的分離。塔頂戊烷經D1001脫水后得到較高純C5烷烴送入第二車間T2001塔。塔底烯烴和萃取劑NMP經T1002NMP回收塔1回收NMP循環利用。塔頂烯烴經D1002脫水后循環甲醇及補充甲醇混合，在R1001、 R1002沸騰床反應器內進行異戊烯醚化反應。反應產物在T1003反應精餾塔與T1005循環回的甲醇繼續反應并進行精餾。塔頂得甲醇和未反應烯烴進入T1004萃取塔，以水作為萃取劑，塔頂得到混合烯烴作為汽油組分，塔底甲醇和水的混合物進入T1005甲醇精制塔1分離甲醇和水，分別進行循環利用。T1003塔塔底得TAME和甲醇混合液經E1004加熱后，進入R1003TAME醚解反應器，反應產物異戊烯和甲醇混合物進入T1006甲醇吸收塔，以水為吸收劑，塔頂得到異戊烯經換熱、脫水后進入第3工段。T1006塔底得到的甲醇和水進入T1007甲醇精制塔2，分離甲醇和水并分別循環利用。

2.2 正戊烷異構化工段

脫水后的C5烷烴進入T2001異戊烷塔分離，塔底正戊烷經泵加壓后與H2混合，加熱至275 ℃進入R2001異構化反應器進行反應，反應產物經降溫、分離后，氣相循環回異構化反應器，液相循環至T2001，T2001塔頂得到純凈的異戊烷進入第三車間。

圖2 正戊烷異構化工段流程圖

2.3 異戊二烯合成與精制工段

圖3 異戊二烯合成與精制工段流程圖

來自原料預處理車間的異戊烯與來自T2001塔頂的異戊烷混合，經加熱、減壓閥減壓后進入脫氫反應器進行。反應產物進入T3001洗滌塔用礦物油快速降溫，塔頂產物經升壓、降溫、分離，氣相產物進入T3002吸收塔，塔頂得富氫氣體，塔底吸收液進入T3003解吸塔。T3003塔底吸收劑經降溫加壓后循環回T3002。T3003塔頂產物和D3001液相一起進入T3004脫輕塔，塔頂得輕烴氣體產品。塔底產品進入T3005異戊二烯萃取精餾塔，以NMP作萃取劑。T3005塔頂未反應的異戊烯循環回脫氫反應器。塔底產品進入T3006NMP回收塔2，塔底產品加壓后送至T3007異戊二烯精制塔，塔頂得異戊二烯，塔底得副產物順-1，3戊二烯。

3 工藝參數的優化

利用Aspen Plus模擬軟件對對各工段進行了模擬優化。優化參數主要包括各精餾塔的理論板數、回流比、進料板位置、NMP進料量及NMP進料溫度等。本論文以脫戊烷塔(T1001)為例介紹模擬優化過程。

3.1 T1001的熱力學方程

脫戊烷塔T1001分離體系內含極性組分，因此采用活度系數法，選擇NRTL方程。

3.2 T1001的模擬條件

脫戊烷塔T1001的模擬條件如表2所示。

表2 脫戊烷塔的操作參數

3.3 T1001的模擬優化

3.3.1 理論板數的優化

理論塔板數直接關系正戊烷和異戊烯的分離程度，采用Aspen Plus中Sensitivity對精餾塔理論塔板數進行優化，結果如圖4所示。

圖4 理論塔板數的靈敏度分析

由圖4可知，隨著理論板數的增加，塔底產品中正戊烷的摩爾流量及塔頂產品中異戊烯的摩爾流量均呈現下降趨勢，且當理論板數低于38時，正戊烷和異戊烯的摩爾流量下降速度較快，說明理論板數的增加明顯提高了精餾塔的分離效果；當理論板數高于38時，正戊烷和異戊烯的摩爾流量變化趨于平穩，說明增加塔板數對分離效果的提高影響不大，相反會增加塔內流體流動阻力及設備成本，因此理論塔板數定為38。

3.3.2 回流比的優化

回流比是影響精餾塔分離效果的主要因素，生產中常常通過改變回流比的方法來調節、控制產品的質量?；亓鞅仍黾臃蛛x效果提高，但同時也會是塔內上升蒸氣量和下降液體量均增加，導致冷凝器和再沸器的傳熱量也相應增加，因此應確定適宜的回流比?？疾旎亓鞅葘λ敭a品中異戊烯及塔底產品中正戊烷摩爾流量的影響，結果如圖5所示。

圖5 回流比對塔頂和塔底產品的影響

由圖5可知，隨著回流比的增加，塔頂產品中異戊烯的摩爾流量呈下降趨勢，而塔底產品中正戊烷的摩爾流量呈上升趨勢，且回流比小于2.3時異戊烯摩爾流量變化交明顯，正戊烷摩爾流量變化較不明顯；而回流比大于2.3時變化趨勢正好相反。說明再繼續增大回流比，雖然塔頂產品中異戊烯含量略有減少，但塔底產品中正戊烷含量明顯增加，并且大的回流比又增加了再沸器和冷凝器的負荷，增加了操作費用。因此回流比確定為2.3。

3.3.3 進料位置的優化

進料位置的變化直接影響精餾塔的分離效果，對于進料狀況及分離要求一定的情況下，應保證在適宜位置下進料。分別考察NMP及抽余油進料位置對分離效果的影響，結果如圖6及圖7所示。

圖6 NMP進料板的靈敏度分析

圖7 抽余油進料板的靈敏度分析

由圖6可知，隨NMP進料板下移，塔頂產品中異戊烯及塔底產品中正戊烷的摩爾流量均呈下降趨勢，且當進料板小于3時，變化較明顯；進料板為4時，正戊烷流量基本無變化，但異戊烯流量有所下降；進料板大于4時，正戊烷和異戊烯流量均無變化。因此NMP選取第4進料。

圖7表明隨著進料下移，塔頂產品中異戊烯的摩爾流量及塔底產品中正戊烷的摩爾流量均呈下降趨勢，說明進料板下移有利于異戊烯和正戊烷的分離。但是當進料板下移至24板時，雖然異戊烯的流量仍有小幅度下降，但正戊烷流量卻呈上升趨勢，說明進料板過低反而會降低精餾塔的分離效果。因此，抽余油進料板取為23。

3.3.4 NMP進料量的優化

萃取精餾中萃取劑的用量直接影響分離效果、生產成本及后續分離過程，考察萃取劑用量對異戊烯和正戊烷分離效果的影響，結果如圖8所示。

由圖8可知，隨著萃取劑NMP用量的增加，塔底產品中正戊烷摩爾流量一直呈下降趨勢；而塔頂產品中異戊烯的摩爾流量基本保持不變。綜合考慮塔頂塔底產品分離效果、生產成本及后續分離成本，最佳的NMP進料量定為159000 kg/h。

圖8 NMP進料量的靈敏度分析

3.3.5 NMP進料溫度的優化

NMP萃取劑的進料溫度也是影響分離效果的重要因素之一?？疾霳MP進料溫度對異戊烯和正戊烷分離效果的影響，結果匯于圖9。

圖9 進料板位置對塔頂產品的影響

由圖9可知，隨NMP進料溫度升高，使得塔頂產品中異戊烯和塔底產品中正戊烷的摩爾流量均有不同程度的提高，說明NMP進料溫度越高越不利于萃取過程的進行。但由于萃取劑從分離塔分離出來時溫度較高，需用水做冷卻劑將其降溫后才能循環使用。雖然用水降溫時能將NMP降到45 ℃，但若降至45 ℃的話溫差變小而不利于換熱。因此NMP進料溫度定為50 ℃。

4 結 論

(1)以乙烯裂解裝置副產的C5抽余油為原料，利用Aspen Plus 模擬軟件模擬了異戊二烯生產工藝流程，包括原料預處理工段、正戊烷異構化工段、異戊二烯合成與精制工段；

(2)利用Aspen Plus中Sensitivity對塔的操作參數進行了模擬優化，優化后的參數：理論板數38、回流比2.3、NMP進料板4、抽余油進料板23、NMP進料量159000 kg/h、NMP進料溫度取50 ℃。