一种乙酸乙酯节能工艺系统的制作方法

本实用新型涉及乙酸乙酯生产
技术领域：
，具体是指一种乙酸乙酯节能工艺系统。
背景技术：
：带水剂在乙酸乙酯反应精馏系统的应用，一般是通过带水剂与水形成共沸，在塔中进行除水的工艺过程。由于带水剂的加入量相对单位时间生成水量是富余的，共沸组成中带水剂和水的摩尔比是小于1：1的。在实际生产中，在液位低于降液管高度时，强制回流和自然回流对于水的去除效果是一样的。希望通过实现稳定的自然回流对生产工艺进行稳定性设计。针对自然回流稳定实现的各个因素：侧线采出和侧线回流的位差，冷却前后物料的密度差，分相前物料与分相后有机相的密度差，冷却器和管道阻力降的研究发现，对塔内件的高度进行调整，工艺设备位置的调整，工艺设备选型的优化等实现了自然回流的稳定性操作。技术实现要素：本实用新型的目的是提供一种乙酸乙酯节能工艺系统，具有操作稳定、能耗低的特点。本实用新型可以通过以下技术方案来实现：本实用新型公开了一种乙酸乙酯节能工艺系统，对酯化塔中乙酸乙酯酯化侧线采出物料进行处理，所述节能工艺系统包括接收乙酸乙酯酯化侧线采出物料进行冷却处理的冷却器，所述冷却器与分相器管道连通对采出物料进行分相处理，所述分相器的上部与酯化侧线管道连通实现对分相后有机相的回流处理，所述分相器的下部与所述回收塔管道连通实现对分相后水相的回收处理；在酯化塔中，所述侧线采出物料位置高于有机相回流处理位置，以侧线采出物料位置与有机相回流处理位置的液位高度差为h，以侧线采出物料位置与冷却器位置的高度差为h2，以冷却器和分相器的高度差为h3；以乙酸乙酯酯化侧线至冷却器之间管线中物料密度为ρ1，以冷却器与分相器之间管线中物料物料密度为ρ2，为分相器与酯化塔之间回流管线中物料密度为ρ3，h1、h2、h3的位置关系为：ρ1*g*(h1+h2)+ρ2*g*h3≥hf1+hf2+hf3+（h2+h3）*g*ρ3；其中：hf1为管线阻力，hf2为冷却器阻力，hf3为分相器阻力，g为重力加速度。进一步地，分相器阻力hf2=（64/re）*l/d*v2/2g;其中：re为雷诺数，l为分相器长度，d为分相器直径，v为流速，g为重力加速度。进一步地，所述冷却器为螺旋板式换热器或缠绕管式换热器。本实用新型一种乙酸乙酯节能工艺系统，具有如下的有益效果：本实用新型针对自然回流稳定实现的各个因素：侧线采出和侧线回流的位差，冷却前后物料的密度差、分相前物料与分相后有机相的密度差、冷却器和管道阻力降等因素综合考虑，对塔内件的高度进行调整、工艺设备位置的调整，工艺设备选型的优化等实现了自然回流的稳定性操作，相对于现有技术的强制回流而言无需使用侧线回流泵，以常规的2.2kw的回流泵为例实现了单套10万吨/年乙酸乙酯装置年节电17600千瓦时。附图说明附图1为本实用新型一种乙酸乙酯节能工艺系统的组成示意图；附图中的标记包括：100、酯化塔；200、冷却器；300、分相器；400、回收塔。具体实施方式为了使本
技术领域：
的人员更好地理解本实用新型的技术方案，下面结合实施例及附图对本实用新型产品作进一步详细的说明。如图1所示，本实用新型公开了一种乙酸乙酯节能工艺系统，对酯化塔中乙酸乙酯酯化侧线采出物料进行处理，所述节能工艺系统包括接收乙酸乙酯酯化侧线采出物料进行冷却处理的冷却器，所述冷却器与分相器管道连通对采出物料进行分相处理，所述分相器的上部与酯化侧线管道连通实现对分相后有机相的回流处理，所述分相器的下部与所述回收塔管道连通实现对分相后水相的回收处理；在酯化塔中，所述侧线采出物料位置高于有机相回流处理位置，以侧线采出物料位置与有机相回流处理位置的液位高度差为h，以侧线采出物料位置与冷却器位置的高度差为h2，以冷却器和分相器的高度差为h3；以乙酸乙酯酯化侧线至冷却器之间管线中物料密度为ρ1，以冷却器与分相器之间管线中物料物料密度为ρ2，为分相器与酯化塔之间回流管线中物料密度为ρ3，h1、h2、h3的位置关系为：ρ1*g*(h1+h2)+ρ2*g*h3≥hf1+hf2+hf3+（h2+h3）*g*ρ3；其中：hf1为管线阻力，hf2为冷却器阻力，hf3为分相器阻力，g为重力加速度。进一步地，分相器阻力hf2=（64/re）*l/d*v2/2g;其中：re为雷诺数，l为分相器长度，d为分相器直径，v为流速，g为重力加速度。进一步地，所述冷却器为螺旋板式换热器或缠绕管式换热器。下面以单套10万吨/年乙酸乙酯的工艺系统进行设计计算如下：如图1所示，乙酸乙酯酯化侧线采出物料从酯化塔100位置n5采出口依次经过冷却器200冷却、分相器300分相，分相器上部的有机相直接回流至酯化塔100酯化侧线的n6处）再分布，分相器300下部的水相去回收塔400进行回收。为了方便验证效果，分别对不同处的物料密度、温度、流量进行测算如下：表1各物质的组成及密度n5和n6的位差在图1所表示的降液管的高度和n5管中心的高度差，具体为0.78米（0.78米为根据实际加工图得到的数据），n5和n6管中心的高度差为1米，酯化侧线采出口和回流口的液位高度差最大为h1=1.78米。在实际中，n5的地面标高为33.35米，n6为32.35米.设置n6口与冷却器位置的高度差为h2,冷却器和分相器的高度差为h3,并且冷却器的离地面高度必须大于分相器离地面高度。为了实现自然回流n5口和n6口的压差△p必须大于0。即△p=ρ1*g*(h1+h2)+ρ2*g*h3-hf1-hf2-hf3-（h2+h3）*g*ρ3,其中g为重力加速度。经过配管数据、流量数据、物质组成得到粘度，最后计算得到hf1为2.79kpa。分相器尺寸为dn1600，流速约为0.004m/s，hf2=（64/re）*l/d*v^2/2g,其中re为雷诺数，l为分相器长度，d为分相器直径，v为流速，g为重力加速度，得出hf2≈0.以冷却器选型为螺旋板换热器为例，参数如下：螺旋板宽度（mm）厚度（mm）换热面积（m2）通道间距（mm）螺旋体外径（mm）定距子数量（个）1530318014175021600根据螺旋板式换热器的阻力降计算得到hf3=4.364kpa。在原设计中，螺旋板换热器标高为12m，其管中心标高为1.6米，h2=33.35-12-1.6-1=18.75米。冷却器和分相器的高度差为h3=6.5米，得到△p≈0.9kpa，压差较小，自然回流处于临界风险点。为了保证系统的稳定运行，一般需要增加侧线回流泵保证正常回流。在本实用新型中，通过将冷却器的标高提高到21米，增加ρ2*g*h3，即增加冷却器和分相器之间的液柱压力有利于增加△p。并且由于螺旋板换热面积较大时，定距子数量较大，对螺旋板换热器的阻力降增加较大，若通过将螺旋板换热器改为缠绕管式换热器，缠绕管式换热器由于换热系数远远大于螺旋板式换热器，换热面积由原来的180平方降为25平方，hf3大大降低，实现酯化侧线的自然回流具有更好的可行性和稳定性。上述实施例仅为本实用新型的具体实施例，其描述较为具体和详细，但并不能因此而理解为对本实用新型专利范围的限制。应当指出的是，对于本领域的普通技术人员来说，在不脱离本实用新型构思的前提下，还可以做出若干变形和改进，这些显而易见的替换形式均属于本实用新型的保护范围。当前第1页12