《 化工过程模拟与优化》课程案例研究

1、 化工过程模拟与优化课程案例研究异丙醇脱氢生产丙酮化工学院2001级潘吉铮 陈军指导老师：钱宇 教授 陆恩锡 教授2001-12-20目 录简 介30 输入信息41 间歇对连续42 流程图的输入输出结构和循环结构43.1 设计的决策63.2 循环结构的物料平衡73.3 反应器的热效应74 分离系统84.1 分离系统的总体结构84.3蒸气回收系统94.4液体回收系统104.5其它方案125热交换网络126 过程的模拟结果14参考文献17附 录18简 介本文研究的是“异丙醇脱氢法生产丙酮的过程设计”，丙酮是一种重要的有机溶剂和有机原料，产量较大。美国的年产量为120万吨，中国的年产量为20万吨左右

2、。根据文献资料，丙酮的生产方法主要有四种：异丙苯法、异丙醇脱氢法、丙烯直接氧化法和发酵法。其中以异丙苯法为主，丙酮是作为苯酚生产过程的副产品而生产的，该方法占90左右。异丙醇脱氢法的年产量为20万吨左右，主要是壳牌和联合碳化。异丙苯法和异丙醇脱氢法各有优劣势。如表1所示。表1 异丙苯法和异丙醇脱氢法生产丙酮的比较生产工艺现状优点不足异丙苯法主要地位，占90技术经济最优含较多芳香族化合物异丙醇脱氢产量不大纯度高，达到医药级成本较高这里由IPA脱氢生产丙酮，虽然这种生产方法成本较高，工业上的连续操作应用很少。但该过程的一个显著的优点是生产的丙酮中不含芳香烃，并且纯度高，适合于对溶剂有严格限制要求的

3、制药工业。因此，异丙醇脱氢法生产丙酮的生产工艺具备了技术、经济上的可行性。下面对异丙醇脱氢法生产丙酮的工艺进行详细的研究。0 输入信息本课题的重要信息如下：1. 反应信息：a. 反应的化学方程式为：，吸热反应。b. 反应条件: 反应温度T=350；反应器压力 P=2 bar c. 选择性: 由于该反应过程为单一、不可逆、无副产品的反应，故假定选择性S=1。 d. 反应发生在气相。e. 用金属氧化物作催化剂。f. 反应是相对于反应物浓度的一级反应，其反应速率方程为：其中，Ea=72.38MJ/kmol，k0=3.51105。2. 丙酮产率：大约32kmol/h。3. 丙酮产品纯度要求：XD99.

4、9 mole %4. 原料：室温下异丙醇水共沸物，51.96kmol/hr。其中异丙醇占67mol%，34.82kmol/hr。5. 需要是在给出其它的装置数据。1 间歇对连续 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 流程图的输入输出结构和循环结构1. 净化进料物流：原料是异丙醇水的共沸物，含杂质极少，不需要净化进料物流。2. 可逆的副产品：在有金属或金属氧化物催化作用下，异丙醇气相脱氢化制备丙酮，在反应转化率达90以上时，只有微量的丙烯、聚丙烯、乙醛等副产物，其中不凝气随氢气物流排出系统，乙醚等可用酸进行清洗来去除。在整个基本概念设计中这些副反应可以

5、忽略。3. 循环和放空：由于反应并不完全，所以需要一股循环物流将未反应的异丙醇循环（异丙醇和部分水以共沸物的形式循环）；过程中只有一股气体副产品H2可作为燃料，故无需放空物流。4. 过量反应物：由于空气和水都不是反应物，故无过量反应物。5. 产品物流的数目：这些组份的沸点和去向在表2中给出。异丙醇和部分水作为共沸物在一起，为循环物流。表 2 过程中各组份的去向组份正常沸点，去向H2-252.8副产品, 燃烧丙酮56.1主产品异丙醇水80.2循环水100排放物料平衡和物流的费用：a. 物料平衡由前面已知假定选择性S=1。即进入系统的异丙醇都转化为丙酮。过程输入的异丙醇量FI=34.82kmol/

6、h; 进口水的量Fw=17.14kmol/h；排放的废水量Pw=14.90.9=17.14kmol/h。所以若无物料损失，最终的丙酮的产量为34.82mol/h。b. 物流费用丙酮的价值Ca=15.66$/mol，异丙醇水的共沸物Ci=9.53$/mol，作为燃料的H2的价值Ch=0.49$/mol，作为废液的水的价值Cw=-0.007$/mol。6. 经济潜力EP2=产品价值+副产品价值-原料费用=CaPa+ChPh+CwPwCI(FFI+FFw) =15.6634.8+0.4932.70.00717.149.5351.96 =65.69$/h EP2=62.691038150=5.3539

7、108$/a在进料一定的条件下，要求高转化率将会使反应器的费用增大，但所需要的循环量减少，循环费用降低。反之若转化率越低，反应器费用越小，但循环流量越大，循环费用高。所以有一个最佳转化率。根据二者综合的年度费用估算式：图2.各项费用和转化率的关系图可以得出总费用和转化率之间的关系。有图中可以看出，当转化率在0.96附近，此时总的年度费用最低。实际上，循环费用远远高于反应器的费用，所以设计时应主要考虑减小循环费用。这里取转化率0.94，接近最佳转化率值。7. 第二层次的替代方案对于反应中异丙醇水共沸物，本设计中选择了让共沸物循环回去，也可考虑分割共沸物，分割共沸物往往需要两个塔，因此是比较昂贵的

8、。按照本设计中循环共沸物，就必须扩大了循环回路中的全部设备，以处理这些额外组分所增加的流量，所以这两种方案需要进行评价和比较。3 流程的循环结构3.1 设计的决策1. 只需一台反应器。只有一个主反应，故只需一台反应器。2. 有一股循环物流。从异丙醇水分离塔出来的未反应的异丙醇需循环使用，以减少不必要的物料损失。图2 异丙醇丙酮流程循环图3. 不需要循环压缩机。在生产常压下进行，故不需要循环压缩机。流程的循环结构如图2所示：3.2 循环结构的物料平衡根据转化率x，若无物料损失，最终的丙酮的产率等于进料的异丙醇的流率34.8kmol/h，生成的氢气量为34.8kmol/h。进入反应器的异丙醇：FI

9、=FFI/x=34.8/0.94=37.02kmol/h所以循环的异丙醇为37.02-34.8=2.22kmol/h循环的水约为1.09kmol/h进入过程的水规定为20kmol/h，因此排出的废水量为：20+(51.96-34.82)=37.14kmol/h3.3 反应器的热效应为了作出关于反应器的热效用的决策，首先要估算出反应器的热负荷和绝热温升。根据反应条件：反应温度T=350，期望丙酮的产率Pa=34.8kmol/h。反应器的热负荷QR，有QR=HRFFI=62.934.8=2.188106kJ/h。在前面对于转化率X=0.94的场合下，异丙醇循环量RI=2.22kmol/h，水的循环

10、量Rw=1.09kmol/h。在反应器的温度Tin=350，由以下式可得其绝热温度的变化： QR=(FFI+FFw+RI+Rw)CP(TinTout) 其中CP=42.0kJ/mol 2.188106=(37.02+18.23) 42.0(350-Tout)则有 Tout= -592.9由上述得出反应器出口的温度Tout= -592.9，显然这是一个不合理的结果，所以不能采用绝热反应器，应采用等温反应器。反应为异丙醇在气相中脱氢，产物丙酮在反应器中也以气态形式生成，所以氢气和丙酮都可以从反应器以蒸汽形式移出。反应器费用反应器费用可以按具有传热系数为10Btu/h.ft2. 0F的换热器费用来估

11、算。Q=UATQ=2.7594GJ/hA=430.5m2反应器的费用=FC=(Fd+Fp)Fm，用碳钢来制造反应器，Fm=1；取Fd=1.35，Fp=0，引入投资偿还因子1/3年，则得到换热器的费用=77273$/a本层次的经济潜力EP3=EP2-反应器年度费用=5.3531108$/a4 分离系统从异丙醇脱氢反应器出来的气体需要冷却、闪蒸、氢气净化、丙酮分离、异丙醇水回收循环等一系列过程；需要一个闪蒸罐、吸收塔、丙酮分离塔、异丙醇水循环塔。根据ASPEN的模拟结果，作出丙酮分离塔、异丙醇水的回收塔的费用分析基本可达到设计的要求。4.1 分离系统的总体结构为了确定分离系统的总体结构，首先确定反

12、应器出料物流的相态。反应器的出口温度是350，这个温度高于所有组分的正常沸点，所以反应器的出料全是气体，可以把物流冷却到常温下，以进行相的分离。从闪蒸器出来的气体中，大部分是氢气，含有一定量丙酮和异丙醇。为了提高丙酮回收率应尽量降低气相中的丙酮含量。需要设计蒸汽回收系统。闪蒸器出来的液体和蒸汽回收系统的回收的液体送往液体回收系统。4.3蒸气回收系统 如果打算用一套蒸汽回收系统，就必须决定该回收系统的类型（吸收、冷凝、吸附或膜过程）及位置（闪蒸蒸汽、放空物流或循环气体）。关于蒸气回收系统的选择，有以下几个规则：1. 如果大量有价值的物料损失在放空气中，就把蒸气回收系统放在放空气流上。2. 如果反

13、应操作有害的物料（如：催化剂中毒等）存在于放空气流中，或某些组分的循环可能危机产品的分布，则把蒸气回收系统放在循环气体物流上。3. 如果第1和第2项二者都成立，就把蒸气回收系统放在闪蒸蒸气物流上。4. 如果第1或第2项都不重要，就不必用蒸气回收系统。因为闪蒸器不可能实现严格的相分离，有一部分丙酮产品会进入气相随氢气一起放出，所以需要加一蒸汽回收系统，以便回收产品丙酮。因为过程没有气体循环物流，根据上述规则，应把蒸汽回收系统放在闪蒸蒸汽物流上，如图4所示。可采用吸收塔，用水从塔顶喷淋吸收气相中的丙酮和异丙醇。我们这里考虑最简单可行的方案，即用冷水进行吸收后，然后从水中蒸馏出丙酮产品，并且排掉水。

14、当然我们可以考虑把工艺水循环到气体吸收塔中，这样可以避免任何环境保护的问题。唯一的判据是进入气体吸收塔的工艺水的温度，如果采用循环过程，就必须用冷却水冷却该循环物流。吸收塔在尽可能低的温度下操作是有利的，但是这只能在有冷水可以作为溶剂，并且不循环工艺水才可以做到。于是，就有了一个替代方法。现任意选定最简单的方案进行考虑。4.4液体回收系统 1. 轻组分 轻组分氢会溶解在离开相分离器的液体中。为了得到高纯度的丙酮产品必须除去氢。脱除轻组分的各种选择方案如下：a. 降低物流的压力或提高它的温度，通过闪蒸除去轻组分；b. 在成品塔上采用分凝器；c. 在成品塔上采用一个侧线段；d.在成品塔前采用一个稳

15、定塔。我们这里采用b方案。2. 塔序在过去的十来年里，在这个领域曾经进行了相当多的研究工作，下面是一些通用的推理性法则，是用于简化选择塔序的方法： 表 2 排定塔序的通用推理法则1.尽快脱出腐蚀性组分2.尽快脱出反应性组分或单体3.以溜出物移出产品4.以溜出物移出循环物流，如果它们 是循环送回填料床反应器尤要这样 表 3 排定塔序的推理法则1.流量最大的优先2.最轻的优先3.高收率的分离最后4.分离困难的最后5.等摩尔的分割优先6.下一个分离应该是最便宜的由于丙酮流量比异丙醇大，而且丙酮是最轻的组分。另外丙酮是产品，要求较高的纯度，而异丙醇水是循环物流。所以本设计中塔的分离顺序为先是丙酮精馏塔

16、，再是异丙醇水回收塔。该分离序列满足几乎所有的推理规则。如下图所示：3. 丙酮精馏塔设计的要求是：塔顶出料中丙酮的含量99.9。用ASPEN PLUS可以对塔进行简捷设计计算，求出UnderWood最小回流比Rm和Fenske最小理论板数Nm。当回流比增大时，给定分离所需要的塔板数将下降，塔的投资费用也降低。但同时会增大塔内的蒸汽速度，冷凝器和再沸器的热负荷增加，以致提高了塔的操作费用。因此对于任何特定的分离过程都有一个最佳的回流比。本设计根据经验选择回流比为1.3Rm。由Gilliland关系式可估算出理论板数NT。再根据ASPEN PLUS进行逐板的严格计算。塔板的总效率由Oconnell

17、关系式给出：实际塔板数是N=NT/E0设定液泛因子为0.8，由此得到最大的塔径为1.124m，塔板采用泡罩式。板间距取为0.6m，两端加上4.6m。最终设计的丙酮精馏塔：理论塔板数为66块，进料位置是第33块塔板，回流比为3。塔顶的操作压力是1.4bar。塔高43.6m，塔横截面积1m2。塔的年度费用=65749$/a丙酮塔的冷凝器和冷却水：由冷凝器的热量衡算给出求得=55.23换热面积AC=87.54m2=942.29ft2年度费用=27104$/a进而给出冷却水的费用=10170$/a再沸器和蒸汽的费用利用同样的方法计算换热面积=5737006.75/11250=509.96ft2=47.

18、37m2年度费用=18249$/a进而给出水蒸气的费用=86266$/a4. 异丙醇水回收塔异丙醇水回收塔的目的是回收丙酮精馏塔塔釜出料中的异丙醇，同时减少排放的废水中的有机物含量。使用和丙酮塔同样的设计方法，得到回收塔的设计值：理论塔板数为19块，进料位置是第16块塔板。塔顶的操作压力是0.4bar，回流比为2.5。塔顶的负压是为了减少塔板数，有利于异丙醇的蒸出。最大塔径为0.4m，塔高为15.4m。塔的年度费用为：9486.3$/a回收塔的冷凝器和冷却水：由冷凝器的热量衡算给出求得=57.5换热面积AR=94.52ft2年度费用=7244$/a进而给出冷却水的费用=1062$/a再沸器和蒸

19、汽的费用：换热面积=48.32ft2年度费用=6668$/a水蒸气的费用=8172$/a第4层的经济潜力要从第三层次的经济潜力中减去塔、冷凝器、再沸器的年均投资费用，以及水蒸气和冷却水的年度费用。4.5其它方案为了计算第4层的经济潜力，要从第3层的经济潜力中减去塔、冷凝器和再沸器的年均投资费用。此外还必须减掉丙酮的损失以及循环中的任何能耗。当然不同的过程替代方案，其利润或许会增加。蒸馏系统的异丙醇-水回收塔由于塔顶出料很少，也许可以只用气提塔。5热交换网络在过程设计中节能总是很重要的。换热网络的设计最常用的是夹点设计法。为了开发此方法所需要的数据，必须计算每股过程物流的温焓值。通常建议利用AS

20、PEN PINCH开发这类信息，尤其是混合物发生相变化的过程。该软件可以直接从ASPEN PLUS计算中直接导入所需要的数据。表4为涉及到过程用能的一些单元的有关信息。换热器流入温度流出温度流量焓变E401327.1423455.963.528E402535064590.735-3.1172E40364572090.735-0.762E4041885.2204535.183-0.1066T402CONDL140119.84-4.886T402REBOLN95.4539.185.470T403CONDL145.810-0.573T403REBOLN85.235.180.482R401423453

21、5090.742.759表4.换热器能量衡算表下图是由ASPEN PINCH所产生的温焓图的复合曲线以及各物流的热负荷图。图6.温焓图图7.换热物流的热负荷下一步工作将根据以上信息进行冷热物流的匹配来合成换热网络。6 过程的模拟结果根据前面的初步设计值，使用ASPEN PLUS对过程流程进行模拟、分析。以下为各单元和相关物流的计算结果。表中的物流号可参照附录。1反应器模型及结果反应器采用列管式固定床反应器，催化剂放在列管中，反应器共有448根6.096m长、直径50.4mm的管子。反应由来自燃烧炉的循环盐水进入反应器的壳程提供热量，保持反应器的等温操作。假定进入反应器反应流体的初始分布均匀，床

22、层催化剂的装填均匀，可视为平推流反应器，此外，脱氢催化剂采用金属氧化物，传热系数较大，可以不考虑反应器的径向温度梯度。故可用一维平推流反应器模型作为建立数学模型的依据。异丙醇脱氢反应的反应速度基本上可作为一级动力学处理。下表为反应器的进出口物流的计算结果数据：表5.反应器计算结果45Temperature C234350Pressure bar2.012Vapor Frac11Mole Flow kmol/hr55.9690.7351Enthalpy MMkcal/hr-3.2567-2.5976 H2034.7751 ACETO-010.819935.5949 ISOPR-0136.9693

23、2.1942 WATER18.170918.1709在规定的温度压力条件下，反应器的转化率等于(36.9693-2.1942)/36.9693=94.06%，接近最优的转化率。2吸收塔表6吸收塔计算结果1181210Temperature C252031.0540.82Pressure bar21.631.631.5Vapor Frac0101Mole Flow kmol/hr2039.826020.613739.2124Enthalpy MMkcal/hr-1.3647-0.2656-1.3933-0.2369 H2034.76350.003034.7605 ACETO-0104.65302

24、.17652.4764 ISOPR-0100.07690.07490.0020 WATER200.332618.35911.9734在ASPEN模拟计算中，吸收塔使用25的水在2bar的压力下进行吸收操作，理论板数为16块。由表中数据可以看出，吸收塔回收了闪蒸气体中的2.17kmol丙酮以及大部分的异丙醇。3丙酮塔表7丙酮塔的计算结果13141619Temperature C27.0540.0095.4540.00Pressure bar1.631.41.61.4Vapor Frac6.27E-06100Mole Flow kmol/hr71.52300.017739.183032.3223E

25、nthalpy MMkcal/hr-4.6519-0.0004-2.6208-1.8915 H20.01460.01050.00000.0040 ACETO-0133.11860.00710.820232.2913 ISOPR-012.19220.00002.19220.0001 WATER36.19760.000036.17070.0269丙酮塔出来的产品为32.29kmol/h，比理论值要少，这是由于在吸收塔的气相出料中有少量的丙酮随氢气排出而损失掉了。由表中的塔顶物流组分可计算得出丙酮产品的纯度为99.9%，满足设计的要求。4.异丙醇回收塔表8.回收塔的计算结果161718Tempera

26、ture C95.4545.8385.23Pressure bar1.60.40.6Vapor Frac000Mole Flow kmol/hr39.1830435.1830Enthalpy MMkcal/hr-2.6208-0.2787-2.3638 H20.000000 ACETO-010.82020.81990.0003 ISOPR-012.19222.14930.0029 WATER36.17071.030935.1398模拟计算中主要是控制废水中的有机物含量，所以导致异丙醇与水的物质的量之比偏离了原来进料的比例。但是回收的异丙醇与水的量与新鲜进料相比较小，所以对反应器进料的物质的量之比影响不大。塔底的排水所含的有机物质量很少，因此