《化工过程数学模型与计算机模拟》课程 案例研究.
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《化工过程数学模型与计算机模拟》课程 案例研究
甲苯加氢脱烷基制苯 生成过程的概念设计
化工所 潘朝群 赵小曦 博士 博士
目录
• 第一部分
• • • • 第一章 第二章 第三章 第四章
概述及概念设计
第0级层次决策：输入信息 第1级层次决策：间歇对连续 第2级层次决策：输入－输出结构 第3级层次决策：流程的循环结构
第二章 1级层次决策：间歇对连续 • 选择一个连续的过程。
第 2级层次决策：输入-输出的结构
组分 H2 CH4 苯 甲苯 联苯 表3－2 各组分的去向 正常沸点℉ 去向 —423 气体循环和放空 —259 气体循环和放空 776.2 主要产品 231.1 循环 496.4 副产品
放空 H2+CH4＋甲苯 苯 联苯
组份
摩尔流量kmol/h
0.196898 0.279504 0.00426 0.000425 0.481089
• • • •
苯和甲苯的损耗量为： 放空的苯量＝4.26mol/h 放空的甲苯量＝0.425 mol/h 损失的苯和甲苯的量在可接受的范围内，所以暂时接受放空损失。
甲苯加氢脱烷基生成苯的工艺流程图
苯塔
• • • • • • • • • • R＝1.11 STAGES＝55 FEED STAGE＝27 CONDENSER DUTY ＝20,229 REBOILER DUTY =10,478 板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为 H＝2×22+15＝125 塔的截面积为： A＝2.214×10－4×[92×(231+460)]0.5×(1.11+1)×267.81＝22.55 ft2 塔的直径为： D＝5.40ft 年度费用＝792/280×101.9×1251.066×5.400.802×3.18/3＝86，337$/a
• • • • • • •
•
物流 气相进料物流9 总的摩尔流量kmol/h H2的摩尔流量kmol/h CH4摩尔流量kmol/h 苯的摩尔流量kmol/h 甲苯摩尔流量kmol/h 联苯摩尔流量kmol/h
气相出料物流15 液相出料物流10 4.154648 3.758506 0.391642 1.539709 1.538267 0.00144 2.198708 2.183626 0.0151 0.325816 0.0333 0.292523 0.009 0.00332 0.0867 4.28×10－4 2.20×10－8 4.28×10－4
工 艺 过 程
•
第3层次的决策：流程的循环结构
放空 H2进料
苯 PB
反应器 FT（1-x）
分离系统
联苯
FFT
甲苯进料
FT
FT（1-x）
第五章
第4层次的决策：分离系统
• 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分布 情况
致 谢
从以上结果可看出，在ห้องสมุดไป่ตู้蒸罐内气相和液相得到了合理的分割，无需采用冷冻过 程
分离系统工艺流程图
放空的 H 2＋ CH 4
蒸 汽 回 收 系 统
蒸汽 H2 蒸汽 苯＋甲苯
反 应器
苯
冷却系统
相 分 离 器
系 统
苯 循环甲苯
液 体 分 离 系 统
联苯
蒸汽回收系统
• •
•
表5-2 H2
放空物流中各组份的分布情况 CH4 苯 甲苯 总的物流
SEP
MIXER
RSTOIC
液相分离的塔序
• 分离苯、甲苯和联苯时，采用正次序，先分离苯，再 分离甲苯、联苯
H2+CH4
苯
甲苯
液相进料
稳 苯 定 塔 塔
甲 苯 塔
联苯
稳定塔
• 塔的压力为150psia R＝1.033 STAGES＝25 FEED STAGE＝12板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为H＝ 2×25+15＝65 • 塔横截面积A＝2.214×10－4[ M×(Tb + 460 ) ]0.5 V • 按照塔的底部来设计，即苯回流，M＝78，Tb＝400， • V＝L＋D＝（R＋1）D ＝ （1.033＋1）×13.6 • 塔的截面积A＝2.214×10－4×[78×(400+460)]0.5× （1.033＋1）×13.6＝1.5854ft2 • 塔的直径为： D＝1.42 ft
甲苯塔
• • • • • • • • • • • • • • R＝0.05，STAGES＝22，FEED STAGE＝11 板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为 H＝2×22+15＝59 塔的截面积为： A＝2.214×10－4×[154×(492+460)]0.5×83.7＝8.2 ft2 塔的直径为： D＝3.23 ft 年度费用＝792/280×101.9×3.231.066×600.802×3.18/3＝28，454 $/a 取冷却水的平均温升为125OF，则冷凝器的换热面积＝115 ft2 冷凝器的年度费用＝792/280×101.9×1150.65×3.29/3＝6896 $/a 冷凝水的年度费用＝2730$/a 塔釜采用1000psia的水蒸气来加热，换热器的面积＝168ft2 再沸器年度费用＝792/280×101.9×1680.65×3.29/3＝8877 $/a 水蒸气的年度费用＝52，080 $/a
• 第五章
第四层次的决策：分离系统
• 第二部分
过程输出文件
过程总的输入文件总结 流程图中各模块的操作参数模拟结果 流程图中各物流的组成模拟
•
• •
一. 二. 三.
第0级层次：输入信息
• 反应：
甲苯 H 2 苯 CH 4
2苯 联苯 H 2
• 反 应 条 件 ： 反 应 器 进 口 的 温 度 =1150℉ ， 而 且 反 应 器 的 压 力 =500psia。 • 选择性：每摩尔转化的甲苯生成苯的摩尔数S＝0.97。 • 转化率：x＝0.7。 • 产量=265mol/h的苯。 • 原料：室温条件下的纯苯；100℉和550psia下的95%的H2 和5%的 CH4。 • 制约条件：在反应器进口处H2/芳烃=5（以防结焦）；反应器出口 温度<1300℉（以防加氢裂解）；反应器出料骤冷到1150℉（以防 结焦）
甲苯加氢脱烷基制苯 生成过程的概念设计
化工所 潘朝群 赵小曦 博士 博士
目录
• 第一部分
• • • • 第一章 第二章 第三章 第四章
概述及概念设计
第0级层次决策：输入信息 第1级层次决策：间歇对连续 第2级层次决策：输入－输出结构 第3级层次决策：流程的循环结构
第二章 1级层次决策：间歇对连续 • 选择一个连续的过程。
第 2级层次决策：输入-输出的结构
组分 H2 CH4 苯 甲苯 联苯 表3－2 各组分的去向 正常沸点℉ 去向 —423 气体循环和放空 —259 气体循环和放空 776.2 主要产品 231.1 循环 496.4 副产品
放空 H2+CH4＋甲苯 苯 联苯
组份
摩尔流量kmol/h
0.196898 0.279504 0.00426 0.000425 0.481089
• • • •
苯和甲苯的损耗量为： 放空的苯量＝4.26mol/h 放空的甲苯量＝0.425 mol/h 损失的苯和甲苯的量在可接受的范围内，所以暂时接受放空损失。
甲苯加氢脱烷基生成苯的工艺流程图
苯塔
• • • • • • • • • • R＝1.11 STAGES＝55 FEED STAGE＝27 CONDENSER DUTY ＝20,229 REBOILER DUTY =10,478 板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为 H＝2×22+15＝125 塔的截面积为： A＝2.214×10－4×[92×(231+460)]0.5×(1.11+1)×267.81＝22.55 ft2 塔的直径为： D＝5.40ft 年度费用＝792/280×101.9×1251.066×5.400.802×3.18/3＝86，337$/a
• • • • • • •
•
物流 气相进料物流9 总的摩尔流量kmol/h H2的摩尔流量kmol/h CH4摩尔流量kmol/h 苯的摩尔流量kmol/h 甲苯摩尔流量kmol/h 联苯摩尔流量kmol/h
气相出料物流15 液相出料物流10 4.154648 3.758506 0.391642 1.539709 1.538267 0.00144 2.198708 2.183626 0.0151 0.325816 0.0333 0.292523 0.009 0.00332 0.0867 4.28×10－4 2.20×10－8 4.28×10－4
工 艺 过 程
•
第3层次的决策：流程的循环结构
放空 H2进料
苯 PB
反应器 FT（1-x）
分离系统
联苯
FFT
甲苯进料
FT
FT（1-x）
第五章
第4层次的决策：分离系统
• 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分布 情况
致 谢
从以上结果可看出，在ห้องสมุดไป่ตู้蒸罐内气相和液相得到了合理的分割，无需采用冷冻过 程
分离系统工艺流程图
放空的 H 2＋ CH 4
蒸 汽 回 收 系 统
蒸汽 H2 蒸汽 苯＋甲苯
反 应器
苯
冷却系统
相 分 离 器
系 统
苯 循环甲苯
液 体 分 离 系 统
联苯
蒸汽回收系统
• •
•
表5-2 H2
放空物流中各组份的分布情况 CH4 苯 甲苯 总的物流
SEP
MIXER
RSTOIC
液相分离的塔序
• 分离苯、甲苯和联苯时，采用正次序，先分离苯，再 分离甲苯、联苯
H2+CH4
苯
甲苯
液相进料
稳 苯 定 塔 塔
甲 苯 塔
联苯
稳定塔
• 塔的压力为150psia R＝1.033 STAGES＝25 FEED STAGE＝12板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为H＝ 2×25+15＝65 • 塔横截面积A＝2.214×10－4[ M×(Tb + 460 ) ]0.5 V • 按照塔的底部来设计，即苯回流，M＝78，Tb＝400， • V＝L＋D＝（R＋1）D ＝ （1.033＋1）×13.6 • 塔的截面积A＝2.214×10－4×[78×(400+460)]0.5× （1.033＋1）×13.6＝1.5854ft2 • 塔的直径为： D＝1.42 ft
甲苯塔
• • • • • • • • • • • • • • R＝0.05，STAGES＝22，FEED STAGE＝11 板间距2ft，两端加上15ft，则塔的高度为 H＝2×22+15＝59 塔的截面积为： A＝2.214×10－4×[154×(492+460)]0.5×83.7＝8.2 ft2 塔的直径为： D＝3.23 ft 年度费用＝792/280×101.9×3.231.066×600.802×3.18/3＝28，454 $/a 取冷却水的平均温升为125OF，则冷凝器的换热面积＝115 ft2 冷凝器的年度费用＝792/280×101.9×1150.65×3.29/3＝6896 $/a 冷凝水的年度费用＝2730$/a 塔釜采用1000psia的水蒸气来加热，换热器的面积＝168ft2 再沸器年度费用＝792/280×101.9×1680.65×3.29/3＝8877 $/a 水蒸气的年度费用＝52，080 $/a
• 第五章
第四层次的决策：分离系统
• 第二部分
过程输出文件
过程总的输入文件总结 流程图中各模块的操作参数模拟结果 流程图中各物流的组成模拟
•
• •
一. 二. 三.
第0级层次：输入信息
• 反应：
甲苯 H 2 苯 CH 4
2苯 联苯 H 2
• 反 应 条 件 ： 反 应 器 进 口 的 温 度 =1150℉ ， 而 且 反 应 器 的 压 力 =500psia。 • 选择性：每摩尔转化的甲苯生成苯的摩尔数S＝0.97。 • 转化率：x＝0.7。 • 产量=265mol/h的苯。 • 原料：室温条件下的纯苯；100℉和550psia下的95%的H2 和5%的 CH4。 • 制约条件：在反应器进口处H2/芳烃=5（以防结焦）；反应器出口 温度<1300℉（以防加氢裂解）；反应器出料骤冷到1150℉（以防 结焦）