根据闪蒸罐的底部.doc

1 过程设计分析1.1异丙苯生产过程的分析1.1.1异丙苯的合成 工业上用苯和丙烯生产异丙苯的方法有两种：一种为三氯化铝法，一种为固体硫酸法。 以三氯化铝法作催化剂生产异丙苯时，在反应中起催化作用的不是三氯化铝，而是由三氯化铝、烷基苯和氯化氢生成络合物。烃化反应是一个气相反应，络合物在反应液有一定的溶解度，在超过饱和浓度时，反应体系的络合物形成单独的一相，习惯上称为 非均相烃化反应，其工艺称为非均相三氯化铝法（亦称SD法）。采用络合物浓度低于饱和溶解度的工艺，称为均相法（亦称Monsanto法），这是美国Monsanto公司开发的新工艺，在1985年实现工业化。两种方法没有本质的区别，其反应机理相同。 由美国环球油品公司（UOP）以磷酸作催化剂生产异丙苯的方法称UOP法。目前世界上有27套装置采用这一工艺，其产量约占异丙苯总产量的80左右（不包括中国、独联体和东欧），是生产异丙苯的主要方法。 1985年CDTECH开发了催化精馏法生产异丙苯工艺并进行了中试。虽然这是一个很有前途的新工艺，但目前尚未见到工业化的报道。本设计采用UOP法生产异丙苯的工艺。1.1.2异丙苯产品分离过程分析 由前面分析可知，在异丙苯的合成过程中，由于苯的大大过量和作为稀释剂丙烷的存在，反应器出口含有大量未反应的原料和稀释剂，还有生成的少量多烃化物。因此必须对反应产物进行分离。 在本设计中，首先用一个精馏塔将产物中水、丙烷和部分苯分离出来，另外一部分苯、多烷基化合物和异丙苯再进行分离出多烷基化合物和异丙苯，多烷基化合物和异丙苯最后进入一精馏塔分离出异丙苯，异丙苯的纯度为99.9%。2异丙苯生产过程的设计2.1反应系统2.1.1反应机理 UOP工艺采用的SPA催化剂是一种附在硅藻土骨架上的磷酸催化剂，其总的磷酸含量为60（wt），游离磷酸量约为16.2（wt）。游离酸具有活性。 使用SPA催化剂时，苯和丙烯的烷基化反应与采用硫酸作催化剂时相似，可以认为两者的反应机理也是相似的。在研究使用氘磷酸作催化剂时， 发现烯烃与催化剂之间有氘氢交换，从而可以推测反应按下式进行：在生成异丙苯的同时，还有副反应产生：2.1.2反应条件UOP法采用塔式固定床反应器，苯和辨别称为液相进料，但也有气相存在，出口则为气液混合物，反应温度控制在350左右,反应压力为2.05.0MPa，在工艺条件中控制原料的配比很重要，这与三氯化铝法类似，不过对UPO工艺来说，不仅要控制苯和丙烯的比（mol），还要控制作为稀释剂加入的丙烷和丙烯的比（称为烷烯比）。苯和丙烯的比（mol）控制在2：1，苯的大量过量是为了减少二异丙苯的生成（在UOP法中二异丙苯不能反烃化），其另一个作用是丙烯得到充分的稀释，减少丙烯的自聚反应。烷烯比控制在810：1左右，加入丙烷可以稀释丙烯，减少自聚反应，丙烯自聚不仅降低丙烯选择性，也影响异丙苯的质量（丙烯二聚体与异丙苯沸点相近，很难分离）。同时自聚物可以沉积在催化剂上，降低催化剂的寿命，加入丙烷的另一个作用保证脱丙烷塔的正常运行，而且丙烷蒸出时带出的大量的苯可以减轻塔的负荷。SPA催化剂对原料中水分的要求严格，催化剂中流离酸的含量是通过控制进料水分含量来实现的（200250ppm），因此要严格控制水分含量，此外，原料中的硫、氨、碱性有机物能引起催化剂中毒，亦应严格控制。2.1.3反应选择性和转化率在上述反应条件下，丙烯大部分转化，转化率为92,其中90的丙烯反应生成异丙苯，2的丙烯生成二异丙苯。2.1.4反应的循环结构 在异丙苯合成反应中，由于丙烯不能完全转化和苯的过量以及稀释剂丙烷和副产物二异丙苯的存在，因此必须对反应后的物流进行分离，使丙烯、丙烷和苯同其它的组分分离出来，通过循环返回反应器，从而提高反应物的利用率。其循环结构如下：未反应的苯和丙烯 苯异丙苯分离系统反应系统丙烯图21 异丙苯合成的循环结构图2.1.5 产量和进料量 本设计中的异丙苯的产量为90,000吨/年，异丙苯的纯度为90（重量），按一年有4个星期的检修期，实际的生产时间为337天，则产品的流量为约93kmol/h。 反应物中苯和丙烯的摩尔比取2：1，丙烯和丙烷的摩尔比取10：1，循环比取1：1，根据反应的转化率可得： 苯的进料流量为：210mol/h，新鲜苯的进料流量为105mol/h。 丙烯的进料流量为：105mol/h 丙烷的进料流量为：10mol/h。2.2分离系统设计2.2.1分离序列 由于反应产物中存在未反应的苯、丙烯、稀释剂丙烷、产物异丙苯和副产物多烷基苯，必须将产物异丙苯分离出来，同时将未反应的苯和丙烯循环使用。因此，存在分离序列的选择。本设计采用启发探索法进行排序。排定塔序的推理法如下： 1、流量最大的组分最先分离。 2、最轻的组分最先分离。 3、高收率的组分最后分离。 4、分离困难的组分最后分离。 5、等摩尔分割优先。 6、下一个分离应该是最便宜的。 由前面所给的进料条件和反应条件可以计算得出反应器的出口物流组成见表21，表21列出了个物质的沸点：表21反应产物的流量和沸点组分苯丙烯丙烷异丙苯二异丙苯流量（mol/h）1098.868.0694.42.8沸点（）80.9-47.69-42.04152.41210.5 由表21可知，按分离序列规则，丙烯和丙烷应该最先分离，由于丙烯和丙烷的沸点和其它组分相差很大，可以先进入一个闪蒸罐把一部分的丙烯和丙烷分离出来作为燃料气，同时它可以带走大量的热量，也可以避免反应循环体系中有害杂质磷、硫的积累。闪蒸罐底部的出料进入一个精馏塔把丙烯、丙烷分离出来，这一部分的物流回流反应器，精馏塔底部的物流再进入一个精馏塔把异丙苯分离出来，其流程如图22：异丙苯循环气燃料气异丙苯塔丙烯塔闪蒸反应产物二异丙苯图22 反应产物分离序列2.2.2闪蒸罐分离条件的确定 根据反应产物分布和其沸点分布，以及保证反应循环体系中的磷、硫的含量不超过一定的标准。闪蒸罐可以采用常压操作，其操作温度约为90。利用Apsen-plus流程模拟软件模拟的操作条件为表22：表22 闪蒸罐分离条件温度（）压力(bar)物流流量（Kmol/h）热负荷（Watt）进料顶部底部闪蒸罐901.75223.1319.90203.22-4.56E+092.2.3 丙烯塔分离条件的确定 根据闪蒸罐的底部出料的各组分浓度分布和其沸点，丙烯塔采用常压操作，进料采用泡点进料。根据分离精度要求，用Apsen可以得到塔板数，塔内温度和压力分布，回流比，塔顶和塔底产品流率，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷。拟设塔的分离要求为：进料物流中丙烯、丙烷全部从塔顶采出，二异丙苯从塔底全部采出。通过简捷法模拟的结果得到上述分离要求下的最小回流比为0.27。在实际生产中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本设计中取实际回流比R1.2Rmin,经过严格模拟法塔计算得到的操作条件如表23所示，各股物流的流量及组成如表24所示。2.2.4 异丙苯塔分离条件的确定 根据丙烯的底部出料的各组分浓度分布和其沸点，异丙苯塔采用常压操作，进料采用泡点进料。根据分离精度要求，用Apsen可以得到塔板数，塔内温度和压力分布，回流比，塔顶和塔底产品流率，塔顶冷凝器和塔底再沸器的热负荷。拟设塔的分离要求为：进料物流中丙烯、丙烷在塔顶的回收率为99，二异丙苯在塔底的回收率为99。通过简捷法模拟的结果得到上述分离要求下的最小回流比为0.73。在实际生产中，一般的回流比取最小回流比的1.11.2倍。本设计中取实际回流比R1.2Rmin,经过严格模拟法塔计算得到的操作条件如表23所示，各股物流的流量及组成如表24所示。表23 分离系统操作条件理论板数NT回流比R压降(bar)温度T()最小实际进料塔顶塔釜丙烯塔140.270.330.39053.29177.96异丙苯塔1907308803177.96173.34218.77进料位置Nf物流流量（mol/h）热负荷（Wat）进料塔顶塔釜塔顶冷凝器塔釜再沸器丙烯塔6203.23106899634-1389168.451836653.53异丙苯塔996.3492.63.74-17625301744700表24各股物流的流量及组成塔物流流量(kmol/h)苯(kmol/h)丙烯(kmol/h)丙烷(kmol/h)异丙苯(kmol/h)二异丙苯(kmol/h)丙烯塔进料203.23101.102.902.8093.702.71塔顶106.89100.272.902.800.91塔釜96.340.849278272异丙苯塔进料96.340.849278272塔顶92.60.8491.76塔釜3.941.022.712.3 换热网络合成2.3.1各换热单元的热负荷计算 本设计的换热单元如下：反应物料首先经过一个换热器预热，再经过一个燃烧炉加热至350，物料反应完以后通过一个冷凝器冷却至90，该冷却物流进入一个闪蒸罐进行等温等压闪蒸。除了这些换热单元之外还有丙烯塔的冷凝器和再沸器，异丙苯塔的冷凝器和再沸器，可以通过Aspen模拟计算得到各个用能单元的物流的交换的热量和起始的温度。2.3.2换热网络的合成 为了充分利用系统能量，降低公用工程消耗，本设计采用夹点分析进行换热网络合成。经过能量优化匹配可得到该系统的换热网络为省略E-801，物流6依次通过换热器E-802和反应器R-801，加热达到所要求的温度，其它用能单元用公用工程加热或冷却。2.4 异丙苯过程流程 经过前面的模拟分析，可得到异丙苯的具体流程如附图1所示。参考文献1美道格拉斯 著，将楚生、夏平译，化工过程的概念设计，化学工业出版社，北京，19942张旭之等 主编，石油化工工学丛书丙烯衍生物工学，化学工业出版社，北京，19953Richard Turton etc. Analysis, synthesis and Design of Chemical Process 4姚平经等 著 换热器系统的模拟、优化与综合，化学工业出版社，北京，199226附图1 异丙苯过程流程图;Input Summary created by ASPEN PLUS Rel. 10.0-1 TITLE cumene IN-UNITS SI MOLE-FLOW=kmol/hr PRESSURE=bar TEMPERATURE=C & PDROP=N/sqm DEF-STREAMS CONVEN ALL DATABANKS PURE10 / AQUEOUS / SOLIDS / INORGANIC / & NOASPENPCDPROP-SOURCES PURE10 / AQUEOUS / SOLIDS / INORGANIC COMPONENTS BENZE-01 C6H6 BENZE-01 / PROPY-01 C3H6-2 PROPY-01 / PROPA-01 C3H8 PROPA-01 / ISOPR-01 C9H12-2 ISOPR-01 / P-DII-01 C12H18-D2 P-DII-01 FLOWSHEET BLOCK V-801 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CONVENTIONAL COMPONENTS (KMOL/HR ) BENZE-01 105.000 8.68627 -96.3127 0.100619E-04 PROPY-01 105.000 5.96730 -99.0329 -0.140049E-05 PROPA-01 5.27000 5.26977 0.000000E+00 0.438570E-04 ISOPR-01 0.000000E+00 93.5909 93.5925 0.170767E-04 P-DII-01 0.000000E+00 2.72021 2.72017 -0.124465E-04 TOTAL BALANCE MOLE(KMOL/HR ) 215.270 116.234 -99.0329 0.125653E-04 MASS(KG/SEC ) 3.57022 3.57014 0.212510E-04 ENTHALPY(WATT ) 0.138379E+07 -74472.9 1.05382 U-O-S BLOCK SECTION BLOCK: B3 MODEL: MIXER - INLET STREAMS: 4 5 OUTLET STREAM: 6 PROPERTY OPTION SET: RKS-BM REDLICH-KWONG-SOAVE EQUATION OF STATE * MASS AND ENERGY BALANCE * IN OUT RELATIVE DIFF. TOTAL BALANCE MOLE(KMOL/HR ) 322.160 322.160 0.000000E+00 MASS(KG/SEC ) 5.84472 5.84472 0.151962E-15 ENTHALPY(WATT ) 0.281379E+07 0.281379E+07 0.165493E-15 BLOCK: E-801 MODEL: HEATER - INLET STREAM: 6 OUTLET STREAM: 6A PROPERTY OPTION SET: RKS-BM REDLICH-KWONG-SOAVE EQUATION OF STATE * MASS AND ENERGY BALANCE * IN OUT RELATIVE DIFF. 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