【《甲苯-正丁醇共沸物变压精馏工艺分析》4700字】

甲苯-正丁醇共沸物变压精馏工艺分析目录TOC\o"1-3"\h\u4304甲苯-正丁醇共沸物变压精馏工艺分析 1164181.1概述 2120631.2变压精馏操作方式 3298841.3变压精馏工艺 440541.3.1操作压力范围的确定 4203911.3.2分离原理 576881.3.3确定精馏序列 614971.3.4工艺流程 782511.3.5物性方法 8152311.3.6模拟与优化 819109回流比优化 822993理论塔板数优化 106181进料位置优化 11298371.3.7最优工艺流程图 13185281.4换热网络的设计 14174651.5设备运行条件汇总 1649651.6物料运算 1791261.6.1物料衡算原理 17265621.6.2塔1丙原醇精制塔物料衡算 17128681.6.3塔2苯基甲烷精制塔物料衡算 18281461.7热量运算 1826211.7.1热量衡算原理 1893531.7.2塔1热量衡算 19124241.7.3塔2热量衡算 191.1概述共沸物的分离是化学工业中经常遇到的问题，其中变压精馏技术得到了广泛的应用。表2-1显示了可以用变压精馏分离的共沸体系[9]。表2-1可用PSD分离的二元共沸物Tab.2-1BinaryazeotropeseparatedbyPSD序列物系序列物系1234567891011二氧化碳-乙烯HCI-水乙腈-水乙醇-水水-丙烯酸水-环氧丙烷水-乙酸甲酯水-丙酸水-2-甲氧基乙醇水-2-丁酮（甲基乙基酮MEK）水-四氢呋喃(THF)1213141516171819202122甲醇-乙酸甲酯甲醇-乙酸乙酯甲醇-苯甲醇-二氯甲烷甲胺-三甲胺二甲胺-三甲胺乙醇-二恶烷乙醇-苯乙醇-庚烷2-丙醇-苯丙醇-苯图2-1压力P1、P2下的汽液平衡t-x-y图Fig.2-1Vapor-liquidequilibriumt-x-yunderpressureP1andP2根据共沸物沸点，共沸物可分为最低共沸物和最高共沸物。对于压力敏感的共沸物体系，如最低共沸物的分离，如图2-1所示压力对共沸组成的影响，压力P1增加到P2时，共沸物组成的变化非常明显。1.2变压精馏操作方式变压精馏过程分为连续过程、间歇过程和半连续过程。图2-2变压精馏流程图Fig.2-2Pressureswingrectificationprocess在精馏系统中，两塔串联设置，在不同的压力下，塔顶的共沸物回流于两塔之间。如图2-2所示，原始进料流股为F，初始操作压力为P1，B组分从塔釜中流出，同时共沸物D1从塔顶蒸馏出来，然后回流D1继续蒸馏，但操作压力为P2。该工艺可从塔釜中得到纯组分A，并可从塔顶蒸馏出D2混合物，如果要得到较高的收率，需要多次重复该过程。1.3变压精馏工艺1.3.1操作压力范围的确定新鲜进料流率为10kmol/h，甲苯、正丁醇的摩尔组成分别为60%、40%，进料温度为30℃，这些物料信息均与实际生产中的数据接近。在变压式精馏技术中两个蒸馏塔之间的运行操作压力差值越大，共沸所构成的温度偏移也越大，这对蒸馏器的分离是很有利的，但是压力差值越大，对于设备的质量要求也就越高，相应地使用设备成本增加。反之，压力差越小，设备的维修费用虽然会减小，但是分离的难度也会加大，操作成本也会随之增加。所以，在变压式精馏技术中进行压力的测量时，我们需要寻找一个操作成本与设备耗时之间的均值。在使用冷却水时，低压塔必须注意确保其塔顶具有一个足够的温差来传热。对于高压塔，塔釜在加热过程中需要注意确保蒸汽在锅炉中加热时能够采用低压或中压的蒸汽来提供一个热源，因为高压蒸汽的加热费用相对比较高。本文中，低压塔操作在一定的压力下，达到0.2atm时，塔顶的温度大约为60.1℃，可以通过一种冷却水（25℃）来进行制动。高压塔的操作温度为2atm时，塔釜的温度大约为135.68℃，则需要在塔釜内使用中压蒸汽，当高压塔的操作温度为2atm时，塔釜再次加热后使用一次低压蒸汽就可以完全满足换热的要求，中压蒸汽的成本相对比较高。因此，最终在确定变压精馏分离甲苯-正丁醇共沸体系时，低压塔操作的压力大约为0.2atm，而高压塔操作的压力最高应该是2atm。1.3.2分离原理常压下，甲基苯-丁醇反应形成的共沸物，其中甲苯的化学质量分数大约为69.8%，正丁醇的化学质量分数大约为30.2%，共沸物的组成对于压力很敏感。图2-3显示了压力变化对甲基苯-丁醇共沸物的组成及温度变化的影响。根据这种技术特点，采用变压蒸馏分离的甲基苯-丁醇体系，目的主要是通过分离得到高纯度甲基苯和丁醇产品。图2-3压力对甲苯-正丁醇共沸物组成和温度的影响图Fig.2-3Effectofpressureoncompositionandtemperatureoftoluene-n-butanolazeotrope1.3.3确定精馏序列表2-2压力对甲基苯-丁醇反应体系过程中的共沸组成、温度的影响Tab.2-2Influenceofpressureonazeotropiccompositionandtemperatureofmethylbenzenebutanolreactionsystem压力/atm共沸组成（甲苯的摩尔分数）共沸温度/℃0.20.802360.060.40.745677.960.60.706289.490.80.675398.211.00.6495105.451.20.6270111.31.00.60710.58890.57220.5568116.66121.38125.66129.58图2-4甲苯-正丁醇在0.2atm和2atm下的t-x-y相图Fig.2-4T-x-yphasediagramoftoluene-n-butanolat0.2atmand2atm为了确认工艺系统中的每一个精馏塔都能跳过操作压力对应的共沸组成，应该首先根据进料物性确定塔序列，最终目的就是有效分离。苯基甲烷-丙原醇混合物进料流率为10kmol/h，其中苯基甲烷摩尔分数为0.6，丙原醇摩尔分数为0.4，常温进料为常温，要求最终纯度均达到99.5%。在AspenPlus模拟软件的基础上，采用NRTL的物性方法，表2-2给出了该物系不同压力下的共沸物组成和共沸温度[10]。为了观察共沸体系的组成变化，图2-4给出了甲苯-正丁醇在0.2atm和2atm压力下的t-x-y图[11-12]。1.3.4工艺流程化工过程机理模型的仿真软件AspenPlus将数学与计算机相结合，对化工过程进行描述，对化工过程中的温度和物料进行计算，自动优化设备尺寸，进行能量分析等。通过分析问题，优化生产的一系列条件，提高了效益。AspenPlus工艺的全流程模拟图如图2-5所示。图2-5工艺的全流程模拟图Fig.2-5Simulationdiagramofthewholeprocessflow原料苯基甲烷-丙原醇共沸物从低压塔T1进料，塔底再沸器加热，塔底得到高纯度丙原醇，共沸物D1从塔顶流出，经过P1泵加压，进入高压塔T2，故高压塔塔底得到高纯度甲苯，塔顶共沸物D2返回塔1。建立10万吨/年变压精馏分离甲苯-正丁醇共沸物工艺设计的AspenPlus模拟总体流程，按照顺序给每个流股编号，标注设备位号，确定核心设备为精制塔，最后进行流程模拟。精馏过程中用到的各个设备编号如表2-3。表2-1精馏所用的设备编号Tab.2-3Equipmentnumberusedfordistillation设备位号设备名称M1原料混合器T1正丁醇精制塔T2甲苯精制塔E101正丁醇精制塔冷凝器E102正丁醇精制塔再沸器E201甲苯精制塔冷凝器E202苯精制塔再沸器P1甲苯精制塔进料泵P2正丁醇产品泵P3甲苯产品泵1.3.5物性方法有一些化学研究者对于在不同的反应压力下进行测定的甲基苯-丁醇反应体系之间汽液平衡的各种数据模型进行了综合测量，得到可靠的二元交互作用参数，这些汽液平衡的参数可以见下列列表2-4。表2-4甲苯（i）-正丁醇（j）体系二元交互参数Tab.2-4Binaryinteractionparametersoftoluene(i)-n-butanol(j)systemNameValueaijajibijbjicij-5.27481.51342326.4126-804.196模拟与优化进行参数优化说明，以精馏塔为例。设置塔1的目的是利用甲苯与正丁醇沸点不同，将物流W1得到高纯度正丁醇，塔2的作用是将物流W2得到高纯度甲苯。回流比优化回流比一般是指直接影响精馏后的物料分离的效率和能耗等重要因素，塔1、2回流比一般会对于再沸器的负荷及其在塔底物料构成影响，例如图2-6、2-7所示。图2-6低压塔塔1回流比影响图Fig.2-6Influencediagramofrefluxratiooflow-pressuretower1图2-7高压塔塔2回流比影响图Fig.2-7Influencediagramofrefluxratioofhigh-pressuretower2从设计图2-6可以明显看出，丙原醇摩尔分数随回流比升高而增大，达到一定负荷后稳定，回流比逐渐升高时塔底再沸器的热处理负荷也直线地逐渐增大。考虑到分离要求和能耗，回流比取为0.6。从设计图2-7可以明显看出，当回流比增大到一定数值后塔顶的甲苯的摩尔分数趋于稳定，变化基本不变，再沸器中的能量消耗随回流比的增加呈线性增加。考虑到分离要求和能耗，回流比取为3。理论塔板数优化塔1理论塔板数对塔底丙原醇纯度影响图如图2-8所示，塔2理论塔板数对塔底苯基甲烷产纯度影响图如图2-9所示。由图2-8可知，理论塔板数增加，T1塔底正丁醇摩尔分数升高，理论塔板数趋于12块稳定。图2-9确定了塔2的理论塔板数为30。图2-8塔1理论塔板数对甲基苯摩尔分数的重要影响参见图Fig.2-8Theimportantinfluenceoftheoreticalplatenumberoftower1onthemolefractionofmethylbenzeneisshowninFig图2-9塔2理论塔板数对甲基苯摩尔分数的重要影响参见图Fig.2-9Theimportantinfluenceoftheoreticalplatenumberoftower2onthemolefractionofmethylbenzeneisshowninFig进料位置优化图2-10进料位置自变量的优化设置Fig.2-10Optimalsettingoffeedpositionindependentvariable图2-11进料位置优化因变量的优化设置Fig.2-11Optimalsettingoffeedpositionoptimizationdependentvariable图2-12进料位置灵敏度的优化分析图Fig.2-12Optimizationanalysischartoffeedpositionsensitivity优化精馏塔进料位置介于灵敏度分析，以塔1为例。塔1中，甲苯作为轻组分自塔顶采出。设置进料位置为自变量，分析进料位置的变化对正丁醇产品纯度的影响图2-10为进料位置优化自变量设置，图2-11为进料位置优化因变量设置，同时由图2-12可知，进料位置越大，塔顶流股中含甲苯量越高，塔底流股中正丁醇产品纯度越高，但同时塔釜再沸器热负荷也上升。进料位置到8之后变化平稳，8之后，产品纯度基本不变，但再沸器热负荷不断增加，故选定进料位置为8。1.3.7最优工艺流程图结合以上的优化分析，变压精馏的最佳工艺流程如图2-13所示。图2-13变压精馏工艺系统最优条件流程图Fig.2-13Flowchartofoptimumconditionsforpressureswingrectificationprocesssystem1.4换热网络的设计换热流股信息如图2-14所示：图2-14换热流股信息Fig.2-14Heatexchangeflowunitinformation图2-15过程组合曲线图Fig.2-15Processcombinationcurve图2-16总组合曲线图Fig.2-16Generalcombinationcurve最终得到了过程组合曲线图和总组合曲线图，如图2-15、2-16所示。Aspen给出的换热方案如图2-17所示。图2-17换热方案Fig.2-17Heatexchangescheme图2-18所示了换热网络图：图2-18换热网络图Fig.2-18Heattransfernetworkdiagram换热网络经过优化，把没有利用的热量进行充分的利用，第一个精馏塔放出的热量给第二个精馏塔塔釜再沸器供热，经过优化，节能15.06％，优化效果良好。1.5设备运行条件汇总Aspen软件给出的各设备运行条件汇总表见表2-5。表2-5设备运行条件汇总表Tab.2-5Summaryofequipmentoperatingconditions设备名称塔1塔2进料温度(℃)3060.1塔顶温度(℃)60.1129.6塔釜温度(℃)75.2135.6理论塔板数1230进料位置818操作压力(atm)0.22回流比0.63计算类型平衡平衡冷凝器全凝器全凝器再沸器釜式釜式有效相态汽-液汽-液1.6物料运算1.6.1物料衡算原理工艺选择后最首要的工作就是要进行物料平衡。根据反应时间、物料选择性、定量关系和物料转化率进行物料平衡，计算出各工艺流程的实际流量和消耗量。物料平衡为能量平衡和设备选型奠定了基础[13]。根据物料平衡的计算公式，有（2-1）什么反应都没有发生时有（2-2）（2-3）Aspen软件给出的结果，对主要设备进行物料衡算。1.6.2塔1丙原醇精制塔物料衡算塔1正丁醇精制塔物料衡算表如表2-6所示。进出物料数据应平衡：进料总量=765.173kg/h+317.298kg/h=1081.471kg/h出料总量=1081.47kg/h进料总量=出料总量，物料守恒。表2-6塔1丙原醇精制塔物料衡算Tab.2-6MaterialBalanceCalculationof1-propanolrefiningtower进出装置进出流股编号S9D1W1相态液相气相液相温度(℃)3060.175.2压力(atm)0.200.200.21气相分率0.001.000.00液相分率1.000.001.00质量流量(kg/h)1081.47707.853295.041各组分质量流量(kg/h)甲苯785.98707.6110.621785正丁醇296.4910.242331294.419各组分质量分率甲苯0.7260980.9996580.002107正丁醇0.2739020.0003420.9978931.6.3塔2苯基甲烷精制塔物料衡算塔2苯基甲烷精制塔物料衡算表如表2-7所示。进出物料数据应平衡：进料总量=707.853kg/h出料总量=317.298kg/h+390.555kg/h=707.853kg/h进料总量=出料总量，物料守恒。表2-7塔2苯基甲烷精制塔物料衡算Tab.2-7MaterialBalanceCalculationof2-phenylmethanerefiningtower进出装置进出流股编号F2D2W2相态液相气相液相温度(℃)60.1129.6135.6压力(atm)0.200.200.21气相分率0.001.000.00液相分率1.000.001.00质量流量(kg/h)707.853317.298390.555各组分质量流量(kg/h)甲苯707.611317.298390.313正丁醇0.2423317.18143e-110.242331各组分质量分率甲苯0.99965810.99938正丁醇0.0003423461.26331e-130.0006204771.7热量运算1.7.1热量衡算原理能量衡算的基础是物料衡算。化工设计中的能量衡算主要是热量衡算。热量平衡方程：（2-4）对于连续运行的系统：（2-5）应该首先进行物料的衡算，然后进行热量平衡计算[14]。利用Aspen软件进行热量衡算。1.7.2塔1热量衡算如表2-8、表2-9、表2-10。从中可以看出设备的热负荷等于离开设备的各物料焓之和与进入设备的各物料焓之和的差，结果是热量守恒。由进出热量的数据可知：设备的热负荷=0.007384Gcal/h离开设备的各物料焓之和﹣进入设备的各物料焓之和=0.108988Gcal/h﹣0.271432Gcal/h+0.205702Gcal/h=0.007384Gcal/h，故热量守恒。表2-8塔1热负荷表Tab.2-8Tow