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化工系统模拟与优化化工系统模拟与优化 丁二烯和二氧化硫合成丁二烯砜的案例研究丁二烯和二氧化硫合成丁二烯砜的案例研究 徐徐 国国 想想 指导教师 钱宇教授指导教师 钱宇教授 华南理工大学化工研究所 一九九九年八月 目目 录录 序言 0 输入信息 1 间歇对连续 2 流程图的输入 输出结构 2 1 流程图的输入 输出结构 2 2 设计变量和物料衡算的步骤 3 流程图的循环结构 3 1 过程循环结构的决策 3 2 流程的物料衡算 4 分离系统 4 1 分离序列的综合 4 2 分离系统的总体结构 5 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程模拟 5 1 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图 5 2 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程经济衡算 参考文献 附录 PRO KEYWORD 输入文件 序序 言言 概念设计是依据开发性基础研究的结果 文献的数据 现有类似装置的操 作数据和工程经验 按照所开发的新技术工业化规模而做出的预想设计 概念 设计的目标就是寻找最佳工艺流程和估算最佳设计条件 用以指导过程研究及 提出对开发性基础研究进一步的试验要求 所以 它是基础研究与过程研究的 指南 是整个开发研究过程中十分关键的一个步骤 经验指出 如果要考虑所 有的可能性 则对任何过程的流程图一般都可以提出许多方案 经常是 104 109 个 采用分层次决策的方法 就可以在很大程度上避免了漏掉某些重要方案 选择的情况 概念设计的目标就是寻找最佳 方案 所以 需要尽快降低要 予以考虑的方案数目 而基于数量级分析法的简捷算法常常精确得足以消去 90 左右无效益的方案 采用简捷算法和分层次决策方法也可以尽快地把信息 反馈给正致力于开发该过程的化学家手中 将有助于化学家去收集那些有可能 获取最大效益操作范围内的数据 并且终止掉那些在有效益操作范围之外的实 验 分层次决策方法就是把设计问题简化为分层次的决策 其步骤如下 1 间歇对连续 2 流程图的输入 输出结构 3 流程图的循环结构 4 分离系统的总体结构 5 热交换器网络 0 输入信息输入信息 1 反应信息 a 可逆反应 H R 48 000Btu mol Keq 6 846 10 11 exp 36 940 T 0R k1 8 172 1015 exp 52 200 T 0R k1 k 1Keq mol ft3 h 反应速率符合化学计量关系 并且采用 CSTR 反应器 b 反应条件 反应温度 90 0F 反应器压力 150psia c 假设反应的选择性为 1 x 尔数反应器进料中丁二烯摩 转化的丁二烯摩尔数 丁二烯转化率 d 反应动力学 反应在产品沸点下有显著的逆反应速率 这时应选择适宜的反应 温度 二氧化硫与丁二烯的摩尔比 不仅要求转化率高 还要求生产控制稳定 产品成本低 一般选择二氧化硫与丁二烯的摩尔比 r 1 0 丁二烯的转化率为 40 e 液相 无催化剂 2 丁二烯砜产量 P丁二烯砜 80mol h 3 丁二烯砜的产品纯度 xD 0 985 4 物化数据 一般需要的信息是分子量 沸点 蒸汽压 热容 汽化热 反应 热 液体密度和逸度系数 或状态方程 5 费用数据 SO2 0 064 mol 丁二烯 6 76 mol 丁二烯砜 8 50 mol 反 应器的年均建设费是 3150 ft3 a 558 0 R V 丁二烯 SO2 丁二烯砜 1 间歇对连续间歇对连续 采用间歇操作颇为有利的因素 1 产率 a 当产率低于 10 106lb a 时 有时采用间歇 b 如果产率低于 1 106lb a 时 一般采用间歇 c 多产品装置 2 市场的力量 a 季节性生产 b 产品的生存期短 3 放大问题 a 反应的时间非常长 b 要处理低流速的浆料 c 快速结垢性的物料 产率较低 约为 0 17 106lb a 操作时数按 8150 h a 计 一般采用间歇 但根据反应的特点 决定选择一个连续的过程 操作费用和物流费用以年为基 准 操作时数为 8150 h a 2 2 流程图的输入 输出结构流程图的输入 输出结构 2 1 流程图的输入 输出结构 1 净化进料物流情况 不需净化进料物流 2 可逆的副产品情况 无可逆副产物 3 气相循环 4 产品物流的数目 所有组分的去向在表 2 1 中给出 只有一股产品物流 表 2 1 反应工段各组分去向 组 分去 向 SO2循环 C4H6循环 C4H6SO2产品 初步的流程图见图 2 1 2 2 设计变量和物料衡算的步骤 可能出现在第 2 层次上的设计变量 对复杂反应有反应器转化率 反应物 摩尔比 反应温度 或压力等 过量反应物的情况 过量反应物是指既不回收 又不是气体循环和放空的反应物 正常情况下 可由设计变量开发总物料平衡的公式 而根本不必考虑任何 循环流量 只要总方程式定义不足 就必须寻找一个或多个设计变量来完善该 问题的定义 而这些设计变量总是对应于 主要的过程优化 问题 因此 最 初的分析总是应该只集中于输入 输出的流量 C4H6SO2 SO2 图 2 1 丁二烯制备丁二烯砜过程的输入 输出结构 C4H6 SO2 C4H6 开发总物料平衡的步骤 1 从规定的产率入手 2 由化学计量关系求出副产物流量和原料需用量 以设计变量表示 3 在反应物需要全部回收和循环的场合 计算进料物流内杂质的进口流率和出 口流率 4 在反应物既不回收也不循环的场合 循环和放空或是空气或是水 以规定 的过剩量表示 计算各反应物的出口流率 5 计算随第四步中的反应物流带入的杂质的进口流率和出口流率 3 3 流程图的循环结构流程图的循环结构 3 1 过程循环结构的决策 1 需采用一套反应器系统 只有一个主反应 只需要一个反应器系统 由于反应转化率不可能达到 100 故原料要循环回反应器 2 采用一股气相循环物流 全流程有一个回到反应器去的循环物流 其流程图见图 2 3 3 在反应器入口处无需过量反应物 4 配置气体压缩机一台 反应在高压下进行 需要一台进料气压缩机 5 反应器采用预热方式进料 6 通过改变反应器的停留时间来调节平衡转化率 图 2 3 丁二烯制备丁二烯砜过程循环结构 3 2 流程的物料衡算 初期物料衡算是基于所有有价值物流全部回收的假设 衡算结果将为用 PRO II 作流程模拟提供初值 严格的物料衡算待确定分离系统的细节后由 PRO II 流程模拟结果给出 1 设计变量 将产物分布关联为有限反应物的单程转化率的函数 即设计变量 为丁二烯的单程转化率 2 物料衡算 从图 2 3 看到 所有进入该过程的丁二烯都转化了 没有丁二烯 离开系统 这是基于丁二烯完全回收的假设 即忽略掉产品物流中有任何丁 反应器 分离系统 丁二烯砜 二氧化硫 丁二烯 二氧化硫 丁二烯 二烯的损失 当反应转化率为 x 反应选择性为 S 丁二烯砜产率为 P丁二烯砜时 该过程的丁二烯新鲜进料量 FFC4H6必须为 2 1 S P FF SOHC H 264 6C4 令进入反应器的丁二烯流率为 FC4H6 当转化率是 x 时 离开反应器的丁二烯量 是 FC4H6 1 x 对于完全回收的分离系统 离开反应器的流率将等于循环流率 在反应器前的混合器作一衡算 则有 FFC4H6 FC4H6 1 x FC4H6 2 2 于是反应器的进料量为 FC4H6 FFC4H6 x 2 3 4 4 分离系统分离系统 4 1 分离序列的综合 选用探试法选择简单塔塔序 探试法的搜索速度一般比数学规划法要高得多 如果探试法则使用得当 不需要过多的计算便可迅速获得接近最优的分离序列 Nadgir 和 Liu 提出的有序探试法 就是一种较好的分离序列综合的探试法 Nadgir 和 Liu 把探试法则分为四大类 分离方法探试 M 探试 法则 设计探试 D 探试 法则 组分探试 S 探试 法则 组成探试 C 探试 法则 这四类探试法则中包括如下探试法则 这些探试法则必须依次顺序采用 不 可颠倒 规则 1 M1 法则 尽量采用直接分离法 只用能量分离剂的分离方法 如 普通精馏 避免采用间接分离法 需要用质量分离剂的分离方法 但当关 键组分的相对挥发度 或分离系数 小于 1 05 1 10 时 不推荐用普通精馏 该采用质量分离剂 但分离剂应在下一个分离器中分离出来 规则 2 M2 法则 避免温度和压力过于偏离环境条件 如果必须偏离 也 宁可向高温或高压方向偏离 而尽量不向低温 低压方向偏离 如不个 得不 采用真空蒸馏 可以考虑用液液萃取来代替 如果需要冷冻 可以考虑吸收等 替代方案 规则 3 D1 法则 倾向于产生的产品个数最少的分离序列 也就是避免分 离那些在同一目标产物组中的组分 规则 4 S1 法则 优先分离具有腐蚀性或毒性的成分 规则 5 S2 法则 难于分离的组分最后分离 特别是关键组分的相对挥发 度接近于 1 0 时 应当在没有非关键组分存在的条件下进行分离 规则 6 C1 法则 在相对挥发度允许的条件下 进料组成最大的组分优先 分离 规则 7 C2 法则 在进料组分的组成相差不大 且相对挥发度允许的条件 下 倾向于将进料一分为二的分离 即将进料等摩尔地分成塔顶和塔底产品 若难以判断哪一种分离最接近一分为二 则可以把易分离系数 CES 值最大的分 离点优先分离 易分离系数定义如下 3 1 CESf 其中 f 为产品摩尔流率比 定义为 3 2 f D B DB B D DB 式中 D 塔顶出料摩尔流率 B 塔底出料摩尔流率 式 3 1 中 为 3 3 Tb 或 3 4 1100 式 3 3 表示轻重关键组分间沸点差 式 3 4 中 为轻重关键组分相对挥发 度 易分离系数越大 表示轻 重关键组分越易被分离 所需分离费用一般也 较低 4 2 分离系统的总体结构 从反应器的操作条件 90 0F 150psia 下出来的液相混合物 温度大约在 90 0F 经过换热器进行间接升温至 340 0F 进入分离系统 再通过分别设计蒸汽回 收系统和液体分离系统来实现相的最终分离 丁二烯制备丁二烯砜过程的分离 系统总体结构如图 4 2 1 所示 图 4 2 1 丁二烯制备丁二烯砜过程分离系统的总体结构 反应器系统相分离器 蒸汽分离系统 循环去反应器 进料 蒸汽 液体 根据 PRO II 的模拟计算知 可采用两个串联的闪蒸器来分割反应器的出料 气 相循环到反应器入口处和新鲜进料混合 经过气体压缩机压缩至 150psia 477 40F 再经过换热器降温至 90 0F 进反应器 丁二烯制备丁二烯砜 过程分离系统的初步结构如图 4 2 2 所示 图 4 2 2 丁二烯制备丁二烯砜过程分离系统的初步结构 该分离系统可采用各种替代方案 1 升高混合物的温度或降低它的压力 利用闪蒸器来实现相的分离 2 升高混合物的温度 采用精馏塔来分割物流 3 升高混合物的温度 采用稳定塔来分割物流 以上各种替代方案按照费用递增的顺序排列 故希望采用排列靠前的方案 3400F 150psia 323 70F 15psia 反应器 系统 闪蒸器 1 减压阀 液体分离系统 闪蒸器 2 进料 90 0F 150psia 循环去反应器 产品 5 5 丁二烯制备丁二烯砜丁二烯制备丁二烯砜过程过程的全流程模拟的全流程模拟 5 1 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图 在以上分析的基础上 可进行全流程的模拟 利用 PRO II 软件进行模拟计 算 其流程如图 5 1 所示 V1 C1 M1 REACTOR F1 F2 新鲜进料 1 8 11 2 3 4 6 7 9 10 12 图 5 1 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图 E1 E2E3 5 13 5 2 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程经济衡算 5 2 1 过程的经济潜力 以年操作时数 8150 小时为基准 过程的经济潜力为 EP 产品的价值 原料费用 设备费用 1 原料及产品费用 SO2 0 064 mol 丁二烯 6 76 mol 丁二烯砜 8 50 mol 2 反应器的费用模型 采用 CSTR 反应器 反应器的年均建设费可按下式计算 3150 ft3 a 558 0 R V 3 闪蒸器的费用模型 一般闪蒸器的停留时间为 15min 左右 0 25h 故闪蒸器的体积可按下式计算 v QV25 0 式中 V 是闪蒸器的体积 ft3 Qv是进入闪蒸器物流的体积流率 ft3 h 取 闪蒸器的 L D 1 5 则闪蒸器的直径和长度为 L 12D 3 1 6 4 V D 在引入投资偿还因子 1 3 后 闪蒸器的年度建设费用可按下式计算 18 2 9 101 280 3 1 802 0 066 1 c FHD SM 在本设计中 M S 取 792 Fc 3 67 1 0 4 换热器的费用模型 换热器的热负荷均由 PRO II 计算得到 换热所需传热面积由下式计算 mc c c TU Q A 式中 Qc为换热器的热负荷 Btu h ft2 0F Uc为传热系数 100Btu h ft2 0F Tm是换热器的对数温差 Ac为换热器所需换热面积 ft2 在引入投资偿还因子 1 3 后 换热器的年度建设费用可按下式计算 29 2 3 101 280 3 1 65 0 cc FA SM 在本设计中 M S 取 792 当采用碳钢制造的浮头式换热器时 Fc 1 0 另外 换热器的年度操作费用 消耗的冷却水费用 可按下式计算 8150 34 8 1 1000 06 0 c c T Q lb gal gal 式中冷却水的价格为 0 06 1000gal Tc是冷却水的进出口温差 年操作时 数为 8150 小时 换热器年度费用 换热器年度建设费用 换热器年度操作费用 5 压缩机的费用模型 对于初期设计 假定压缩机效率为 90 压缩机理论功率 hp由 PRO II 流程模 拟结果给出 则制动马力为 bh h 0 9 p p 用 Guthrie 关联式计算压缩机的建设费用 建设费 M S 280 bhp5175211 0 82 Fc 操作费用按压缩机电机效率为 90 和电费为 0 035 kWh 计算 8150035 0 9 0 p bh 年度操作费用 式中 bhp单位为 kW 5 2 2 全流程经济衡算 一 费用数据 二氧化硫费用0 064 kmol丁二烯费用6 76 kmol 丁二烯砜价值8 50 kmol电 价0 035 kWh 冷却水 1 427 10 4 kmol 设备费用估算价格指数 M S 792 并引入投资偿还因子 1 3 年 以便把建设费 用置于年度的基准上 二 经济潜力估算 以反应转化率 x 0 4 为例 1 原料二氧化硫费用 0 064 mol 80 mol h 8150h a 4 173 104 a 原料丁二烯费用 6 76 mol 80 mol h 8150 h a 4 408 106 a 产品丁二烯砜价值 8 50 mol 80 mol h 8150 h a 5 542 106 a 2 反应器费用 反应器进料体积流率 v0 0 384 km3 h 反应的速度常数 k 1 045 s 1 T 90 0F 0 592 s 1 646 10 4h 95 0 4 0 4 01 1 ln95 0 1 045 1 1 0 v V 反应器容积 V 0 065 m3 反应器年度费用 3150 ft3 a 35 315 ft3 m3 2 420 104 a 558 0 R V 3 闪蒸器费用 0 25 0 307 35 315 2 709 ft3 v QV25 0 式中 V 是闪蒸器的体积 ft3 Qv是进入闪蒸器物流的体积流率 ft3 h 取闪蒸器的 L D 1 5 则闪蒸器的直径和长度为 0 831 ft 3 1 6 4 V D L 1 5D 1 247 ft 闪蒸器的年度建设费用 2 18 2 9 101 280 3 1 802 0 066 1 c FHD SM 1 101 104 a 4 换热器费用 AC 0328 10 360056029