制苯车间分离序列综合设计

一 前言多组分分离顺序的选择是化工分离过程常遇到的问题。

用塔系分离多组分混合物时，涉及到先分离哪个组分，后分离哪个组分的问题，因而除了分离方法的选择外，还必须对分离塔的排列顺序做出决策。

选择最合理的分离方法，确定最优的分离序列，以降低其各项费用，是分离序列综合的主要目的。

分离序列的综合可定义如下：给定已知条件（组成、流量、温度、压力）的一股进料物流，要求系统的合成某个分离序列，使得它能以最小的费用将这股进料分离而得到预先规定规格的产品。

即min )(11,==∑Φ-=i N i i XI X C式中 I —S 的字集；i —某个可行的分离器；i C —分离器i 的年总费用；S —可以产生规定规格产品所有可能的分离序列； N —欲分离混合物的组分数；i X —分离器i 的设计变量；X —i X 的可行域； Φ—总费用。

上述问题属于非线性混合整数规划问题，这是一方面要对由S 产生的所有子集I 做出离散决策，另一方面要对在连续范围内变化的设计变量i X 做出连续决策。

因此合成分离序贯问题是一个两水平决策问题，其中高水平决策问题是找出最优分离序贯及各个分离器的特点。

低水平决策问题是找出每个分离器设计变量的最优值。

为简化问题，假设所讨论的分离过程只局限在采用简单塔进行蒸馏操作的情况。

所谓简单塔，是指：（1）一个进料分离为两个产品；（2）每一个组分只出现在一个产品中，即锐分离；（3）塔底采用再沸器，塔顶采用全凝器。

在讨论分离序列的综合方法时，需要采用顺序表把进料的组分按照一定的规律排列起来。

蒸馏操作中一般按照组分的相对挥发度大小排列各轻重组分。

二 问题的提出及模型的建立、简化A 工程背景：我们所分析的对象是燕山石化化工一厂的制苯车间，重点是制苯装置。

制苯装置是乙烯装置的配套工程，每年消耗乙烯装置的副产品裂解汽油30.02万吨，经国家氢和抽提两个单元，年产出7万吨，为化工一厂苯乙烯装置，化工二厂苯酚丙酮和化工三厂的间甲酚等装置提供原料。

制苯装置包括加氢单元和抽提单元两部分。

在加氢单元，鉴于以裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同，国内外普遍采用两段加氢法。

虽然所用原料因各厂具体情况而异，但必须先经过预分馏分5C 以及9C 馏分，只选取6C —8C 馏分作为两段加氢进料。

抽提单元是采用四甘醇作为溶剂的芳烃抽提装置，将加氢后的6C —8C 先进行切割塔分馏，然后经过抽提系统及苯塔精馏，主产品为纯苯，副产品有7C —8C 馏分，抽余油等，当苯—甲苯抽提工况时副产品为甲苯。

B 分离序列模型本文讨论的制苯装置是用乙烯装置的副产品裂解汽油作为原料的，裂解汽油中除含苯，甲苯，二甲苯外，还有单烯烃，双烯烃，饱和烃（直链烷烃，环烷烃）以及含硫，氧，氮的有机化合物，根据色谱分析有200多种组分，组成相当复杂。

这种油的特点为稳定性差，存放过程中易聚合生成低聚度产物（胶质），故在应用中必须先经过加氢工艺处理。

其具体组成见下表：其中，C 4和硫、氧、氮、金属的有机化合物在进料中的摩尔分数很少。

首先用加氢的方法分解除去进料中的硫、氧、氮、金属等有机化合物，分解为O H NH S H 232,,，金属及相应的烃，有机金属化合物分解后，金属沉积在催化剂上，然后用精馏原理，将反应过程生成的4232,,,C O H NH S H ，轻质烃等以稳定塔顶分离。

由于苯乙烯，乙苯，对二甲苯，间二甲苯，邻二甲苯同属于C 8芳烃，性质相似，故将其归为一个大的组分。

整理后的表格如下：查资料得到各组分物性值如下（其中 E组分的物性值是由各纯组分的物性值加权平均计算得出）：然后由公式)log 179log 15.130.7(log PTP T T +-∆=α式中 T —相邻组分沸点的平均值（K ）；ΔT —相邻组分沸点的差值（K ）； P —大气压力，760mm 汞柱 得到相邻组分的相对挥发度如下表：为此，本小组将进料分成了A 、B 、C 、D 、E 、F 六个组分进行分离。

下面就分别用动态规划法、分离度系数有序探试法和相对费用函数法对该序列进行排列，以得到优化。

C 费用函数的提出估算分离过程的费用是一件很难的事，也是很复杂的过程。

在具体的操作过程中更是受到不同环境和条件的影响，很难找到一种确定的、可信的模型来普遍性的描述分离过程的费用。

我们查了一些资料和文献，并就此问题问过老师，除了大型化工软件和一些基于大型数据库的费用模型，目前一般估算精馏塔费用的模型，都是在严格的假定和限制范围内的，对某一过程进行模拟和估算，对其它体系或过程误差是比较大的。

我们对精馏塔费用的构成进行了分析，并结合化工原理课程学过的知识，利用手中掌握的一些数据，对我们要进行塔分离序列模拟和优化的制苯装置系统进行了模拟和估算。

操作设备的最初费用包括基础、支架、安装、外壳、和内件、隔热、泵、鼓风机、配管、加热器、冷却器以及诸如仪表、控制、热交换器、或特殊附属设备等辅助设施的开支。

操作费用则包括流体循环所需的动力、维修、人工、冷却水、蒸汽和不能回收的物料。

这些费用之间的平衡可以形成一个最优经济设计。

板式塔的购置费用可分为以下几个部分：（1）外壳费用，包括封头、裙座、人空和接管口；（2）内件费用，包括塔板和附件、填料、支承物和分布板；（3）辅助费用，如平台、便梯、栏杆和隔热层。

根据资料，板式塔（包括塔板平板、泡罩、升气管、降液管和结构钢部件的费用）的塔板费用，若采用筛板塔板（不锈钢），塔径在2000mm 的情况下，安装完毕的费用为1650美元/塔板， 根据图表估算，在本例所涉及的分离，塔板数会在20—60块之间，总费用在几万—几十万左右。

我们对一些精馏塔费用的模型进行了分析，精馏塔的费用一般包括操作费用和设备费用。

而在设备费用中，最大的影响因素在于其塔板数，而塔板数又跟相对挥发度有关，根据教科书中给出的关系：αln /1∝N 。

而操作费用中回流比、馏出物流量直接影响了冷凝器和再沸器的负荷。

而在做全塔的能量衡算中，汽化热对操作费用的影响也是不可忽略的。

首先，我们要对我们处理的系统进行简化，做出一下假设。

1．制苯装置处理的是乙烯装置的副产品裂解汽油。

在体系中除了一些矿物质和杂质（约占1%左右），全部为95C C -的轻烃，我们在处理中认为他们是理想的混合物。

2．简单塔、锐分离3．假设所有塔中蒸汽通过塔自由截面的允许速度都相同。

4．不考虑塔板间和各塔间压降的问题 5．塔内分离的物质对他没有腐蚀作用。

6．所有塔都以304型不锈钢作为材料建造。

我们基于化工原理的知识分析，费用函数F=f(塔顶采出量，冷凝器和再沸器消耗，相对挥发度，汽化热)建立模型∑∑⋅⋅⋅⋅=ts n wm d r x x k F )ln /1()()(α其中：F 为总费用，∑d x 为轻组分的和，从塔顶馏出，∑w x 为重组分的和，走塔底。

α为相对挥发度，r 为汽化热我们根据参考文献[3]提供的不同分离器的费用数据对上式进行了拟合，得到k=1.2;m=0.7;n=0.4;s=0.74;t=0.2得到模型∑∑⋅⋅⋅⋅=2.074.04.07.0)ln /1()()(2.1r x x F wd α 该模型与书中给出的费用值差距不大，对于对制苯装置中处理的95C C -烃的精馏塔费用的估算，有一定的可信度。

由于数据较早，所估算出来的数据一般为几万—几十万之间，由于经济的发展以及各方面因素的影响，现在塔的平均费用要高出不少，但由于做分离序列的优化中更加注重的是相对费用，所以在比较过程中不会对结果造成严重的影响。

三、制苯装置一、装置简介(一)装置发展及类型1.装置发展制苯装置是以乙烯装置的副产品裂解汽油和氢气为原料，应用各种技术，以生产纯苯为主产品，同时副产多种石油化工原料的石油化工装置。

裂解汽油在制苯装置中通过加氢、抽提分离得到纯苯，同时可得到C5、C9、甲苯、抽余油、C8等重要的副产品。

裂解汽油加氢工艺随着催化剂的进步由原来的高温Co 、Mo 系列，向低温贵金属系列发展。

工艺路线也向全馏分深度加氢发展。

制苯工艺也以抽提制苯为主，逐渐淘汰了能耗高、损失率大的甲苯脱烷基及二、三甘醇抽提的工艺方法。

普遍采用的为四甘醇、环丁砜为溶剂的工艺方法。

N —甲酰基吗啉抽提工艺为目前国际较先进的水平。

2.装置类型 (1)加氢工艺类型裂解汽油中除含苯、甲苯、二甲苯外，还含有单烯烃、双烯烃、饱和烃(直链烷烃、环烷烃)以及含硫、氧、氮的有机化合物，根据色谱分析，有200多种组分，组成相当复杂。

这种油的特点为稳定性差，存放过程中易聚合生成低聚合度产物(即胶质)，故在应用中必须先经过加氢工艺处理。

鉴于从裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同，国内外普遍采用两段加氢法。

一段加氢主要是双烯烃加氢;二段加氢主要是单烯烃加氢，同时将硫、氧、氮有机化合物加氢转变为相应的硫化氢、水和氨而被除去。

裂解汽油选择性加氢过程中催化剂起着关键性的作用，随着乙烯丙烯工业的飞速发展和裂解汽油加氢装置的不断增加，国内外对此类催化剂，尤其是一段加氢催化剂的研究开发和工业应用高度重视。

从催化剂类型分为两段高温加氢和一段低温二段高温加氢工艺。

从加工物料分为全馏分加氢和分馏加氢。

由油品的不同使用目的又可分为一段加氢和两段加氢。

加氢工艺类型比较如表所示。

裂解汽油加氢工艺类型比较(2)抽提工艺类型从重整油和裂解汽油中分离芳烃的方法有溶剂抽提法、吸附法、抽提蒸馏法、共沸蒸馏法等。

目前，溶剂抽提法是工业生产轻芳烃的主要手段。

自1952年美国环球油晶公司(UOP)和道化学公司(DOW)研究成功以二乙二醇醚(又称二甘醇)为溶剂的UDEX法投人工业生产以来，各国又研究成功了环丁砜为溶剂的Sul。

Folanle法，Ⅳ—甲苯吡咯烷酮为溶剂的Arosolvan法，二甲基亚砜为溶剂的IFP法以及N—甲酰基吗啉为溶剂的Formex法，并陆续投入生产。

此外，UDEX法已陆续改用二甘醇(DEG)和二丙二醇醚(DPG)混合溶剂三甘醇(TEG)、四甘醇(TETRA)或二乙二醇胺(DCA)作抽提溶剂。

这里主要介绍N—甲酰基吗啉(NFM)抽提蒸馏组合工艺专有技术，溶剂使用Ⅳ—甲酰基吗啉(NFM)。

将加氢后的C6～C7先进行切割塔分馏，然后经过抽提系统及苯塔精馏，主产品为纯苯，副产品有C7馏分、抽余油等，当苯、甲苯抽提工况时副产甲苯。

(二)装置单元组成与工艺流程1.组成单元制苯装置的主要构成为加氢单元和抽提单元，加氢单元分为预分馏系统、脱砷系统、两段加氢系统、氢气压缩机系统、C8加氢系统和稳定塔系统;抽提单元分为精馏系统、抽提蒸馏系统和白土塔系统。

(1)预分馏系统这个部分包括脱戊烷塔、脱砷反应器、预分馏塔和C8分离塔。

脱戊烷塔的作用是切除裂解汽油中的C5-馏分;CHP脱砷作用是为了防止催化剂的砷中毒，将原料中的砷含量降至50PPb以下;预分馏塔的作用是分离C6—C7和C8—C9馏分，C8分离塔主要作用是分离C8和C9+馏分。