甲苯加氢脱烷基化制苯

MR，则： 或循环气体的流率
（23）
（24）
2、 反应器的热效应 该反应器的热负荷和： （25） 并且由下式给出绝热过程的出口温度： （26） 3、 循环压缩机的费用 此反应器的压力给定为500psia。猜测在相分割器处的压力四465 psia，而且循环压缩机必须把压力增高到555 psia。这将允许在整个循 环气体回路中有90 psia的压力降。需要估计设计对此猜测值改变的敏 感性。 气体压缩机的设计方程是： （27） 根据资料，可以写成：
组分
正常沸点（NBP）℉
去向
H2
—423
气体循
环和放空
CH4
—259
气体循
环和放空
苯
776.2
主要产
品
甲苯
231.1
循环
联苯
496.4
副产品
6. H2和CH4是作为一股成品物流累计在一起的。而苯与联苯则是两股
附加的成品物流。于是，在图1－1中示出此流程图。
工艺过
放空
程
苯
H2+CH4＋甲
联苯
苯 HDA过程的输入-输出结构
个预净化系统的决策，考虑本案例的特点及有关经验规则，我们
采用以下原则：由于甲苯进料物流是纯的，氢进料物流也不用净 化，因为杂质甲烷不多。且甲烷也是此反应的副产物，何况气体 的分离很昂贵。 2. 可逆的副产品：如果循环可逆副产品，我们必须加大回路的所有 设备的尺寸，已容纳可逆副产品的平衡流量，然而，如果将副产 品从过程中移走，则将由于增加了转化为可逆副产品的反应物原 料费用而付出经济代价，即为甲苯的原料费用减去联苯的燃料价 值。所以没有简单的设计准则可循。同时此结果对于副产品反应 的平衡常数也敏感。我们所采用的方法是回收联苯。 3. 循环与放空。只要轻反应物和轻进料杂质或轻副产品的沸点低于 丙烯就采用气体循环和驰放气体。根据这一原则，来考虑我们的 反应物和轻进料，进料氢和进料杂质（甲烷）与反应副产物（甲 烷），这三者的沸点都低于丙烯，所以需要一股循环气流和一股 放空物流，也就是说，要循环氢气，但是甲烷将会在循环回路中 积累起来，所以必须放空。有一种能分离氢与甲烷的膜分离过 程，或许比放空物流中的氢损失更便宜一些。然而，遗憾的是找 不到适用于膜分离器的设计方法或费用关系式，所以我们的设计 是基于气体循环与放空物流。 4. 不要回收和循环某些反应物：因为事例中所有有价值的物料转化 率达到99%以上，而且过程中也没有水和空气，所以不用循环和 回收反应物。 5. 产品物流的数目。这些组分的沸点和去向在表3-2中给出。
（29）
并且在初次设计中可以假定此值是常数。在100℉和465psia，按理想气
体计算，此气体的密度是：
（28）
而且入口处的压力是：
（30）
（31）
其容积流率是：
（32）
则由于
（33）
同样，
（34）
（35）
而且它的制动功率是
（36）
Guthrie的关系式：
（37）
如果M&S=792，FC=1.0（一台离心式压缩机），并且引入投资偿还因
物料平衡和物流的费用。取
PB=265mol/h苯， x=0.75,
yPH=0.4
（4）
新鲜甲苯进料：
（5）
生成的联苯
（6）
补充气：H2：
过量H2：
（13）
（12）
物流的费用：
热值：
（19）
（18）
（17）
（16）
（15）
（假定联苯的燃料价值是5.38$/mol。）
（21）
（20）
经济潜力：
（22）
C．流程的循环结构
而设计反应系统的细节主要包括以下决策：需要多少反应器系统？
反应器系统之间有分离问题吗？需要多少循环物流？在反应器的进
口处是否要用某个过量的反应物？是否需要气体压缩机？费用多
少？反应器应是绝热操作、或用直接加热或冷却，或需要稀释剂或 载热体？是否想要改变平衡转化率？如何改变？反应器的费用对经 济潜力影响如何？根据以上要求来设计我们的方案。 设计的决策 1． 只需要一台反应器（这些反应都在相同的温度和压力下进
案例分析 本例是甲苯的加氢脱烷基化制苯，有关的化学反应： 反应条件：反应器进口的温度变化范围是1150℉（低于此温度时反应速 度太慢）到1300oF(高于此温度时会产生大量的加氢裂化)，而且反应
器的压力=500psia。需要用过量的氢（比值为5/1）来防止结焦，而且 反应后的气体必须迅速冷至1150oF，以免反应器后续的换热器内的结 焦。 首先考虑该反应的选择性问题，所谓选择性指的是每转化一摩尔的甲苯 能生成的苯的量，我们将选择性记为S。 由文献知，该反应过程的选择性和转化率的关系如下表：
这种方法的要点是运用某种手段区分问题空间的重要信息和细节， 借助于抽象空间的分层次规划法，逐级引入不同的细节，可以显著提高 解决问题的能力。此概念随时可以延伸到分层次的空间，每一级所处理 的细节对只它下面的是层空间为少，又都比它上面的空间为多。只有在 较高层次的空间里，成功的规划充分地证明了它的重要性时，才考虑它 的细节，这种分层次的搜索过程可以大大减少所需搜索空间的份额。
D．分离系统
1 分离系统的总体结构 从甲苯加氢反应器出来的物料温度为1265 oF，所以出料全是蒸汽。
只要在常温和加压的条件下做到了相的分割，则无需采用冷冻过程。 利用ASPEN软件模拟在100OF和465psia的条件下，闪蒸罐的出料的分
布情况，算出离开闪蒸罐的蒸汽和液体的流量如下表所示： 闪蒸罐的进出料的分布情况
了再保守一点，则取
DR=10ft
LR＝60ft
然后，按照Guthrie的压力容器的关系式：
在初次估算反应器的费用时，略去绝热的费用，希望与加大反应器有关
的附加费用
能补偿绝热层的费用。
经济潜力 藉从物流费用中减去压缩机的年均投资和年度操作费用这两项，以 及年算出第3层次的经济潜力。我们注意到，转化率和放空组成都有 一个最佳值。当然，由于我们还没有考虑分离费用或换热器的费用，这 些还不是真正的最佳值。然而，确实注意到，可望获利的各设计变量的 操作范围已经显著地缩小了。由于该过程仍然有利可图，继续做下一层 次的决策。
然后，由式44有：
（47）
如果假定圆筒形反应器的LR/DR是6，则
（48）
于是，
（51）
（50）
（49）
此反应器的入口和出口温度分别为1150℉和1265℉，这都是很高
的，所以在该反应器的内侧要加上6in的绝热层，以保持其内壁的温度
低于900℉。加上此绝热层就要求我们把反应器的容积加大1ft，而且为
HDA过程的选择性
S
0.99
0.985
0.977
0.97
0.93
X
0.5
0.60
0.70
0.75
0.85
1． 用回归的方法处理以上这些数据，可得到转化率X与选择性S 之间的关系：
条件：气相、无催化剂。
2． 产量=265mol/h的苯。 3． 产品纯度： 4． 原料：室温条件下的纯苯；100℉和550psia下的95%的H2和5%
物流
气相进料物流9 气相出料物流15 液相出料物流10
总的摩尔流量
4.154648
3.758506
0.391642
kmol/h
H2的摩尔流量 kmol/h
CH4摩尔流量 kmol/h
子1/3年，以便把建设费用置于年度的基准上，则发现：
（38）
为了优化这些计算，可以写成 （39） 其操作费用是按照电机效率0.89压缩机加电机）和0.045$/kwh的电费：
反应器的费用 由于生成的联苯量很少，只按主反应来设计反应器。所以： （42） 式中 由于氢气过量很多，假定H1/2是个常数。也假定可以按照等温操作来 估算反应器的容积，尽管要以反应器的入口与出口温度的平均值作为该 等温反应器的温度，TR=（1150+1265）/2=1208。于是，反应器的容积 写作： （43） 式中，在反应器条件下（假设是个理想气体）的摩尔密度是 （45） （44） 式中，TR=（1150+1265）/2=1208。由式42和43有： （46）
化工过程分析和概念设计
甲苯加氢脱烷基化制苯
院 系： 化工学院
专 业： 化学工程
学
生：李荷华
指导教师 ：钱 宇 教授
陆恩锡 教授
2001．6．1
概念设计
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。其目标是寻找最佳工艺流程和估算最佳设计条件。由于任何过 程都可提出许多方案，而并非所有的方案都可行，所以在那么多方案中 找到可行方案是一件很困难的任务。分层次决策就是针对这个问题提出 的，它能从众多方案中排除大量无意义的方案。分层次决策法的做法是 把设计问题简化为多层次的决策，借助这种方式可以把一个庞大而复杂 的问题分解成许多小问题，处理起来回简单的多。注意力集中在每一层 次里所必须做的决策上，就可以辨明可用于解决该问题的已有技术，而 无须排除某些新技术或许能提供的更好解决方法。此外，通过列举我们 所能提出的每一决策方案，就可以系统地产生出一张工艺替代的清单。
行）。 2． 有两股循环物流，一股循环（和放空）的H2+CH4气体，和一股循
环甲苯液体物流。 3． 根据条件，在反应器的入口，氢和芳烃的比例必须用5比1。 4． 需要一台循环气压缩机。 在决定反应器的热效应之前，必须计算循环的物料平衡。循环的流程图 见图4-1：
放空
FT
苯 PB 联苯
FT（1-x） FFT
我们已经决定了流程图的输入-输出结构，现在该添加下一层次的细
节了，从前面的讨论中得知，产品的分布将主宰该设计，所以我们