Aspen Plus分离苯-乙腈体系流程的优化

图1-1萃取精馏模拟流程
2.
2.1
拟优化的参数：塔板数N、萃取剂进口位置N1、原料进口位置N2、溶剂比QS/QF、回流比R；目标函数均为塔顶产品组成XD。
2.1.1
以塔板数N（N≥2）为变量函数，以塔顶产品组成XD为目标函数进行优化。结果如图2-1所示。
图2-1理论塔板数对塔顶组成的影响
由图2-1可知，当塔板数N≤34时，随着N的增加，塔顶产品的组成XD大体明显增加（除第4块板和第8块板外，因二者为物流进口位置）；当塔板数N≥35时，随着N的增加，塔顶产品的组成X虽有所增加，但变化甚微，X几乎保持在98.79%不变。由于增加塔板数对提高产品纯度没有太大的意义，此外，考虑到增加塔高不仅会提高设备成本，而且会增加能耗，权衡产品纯度要求与成本二者之间的关系，建议最佳的塔板数应选36。
3.1.3
在上述优化基础上，以回流比R′为变量，以塔顶产品乙腈组成X′为目标函数，其他操作参数保持不变，继续优化，结果如图3-3所示。由图3-3可知，当回流比R在1.0~20.0之间时，塔顶产品组成X基本保持最高值不变。因为回流比的增加直接导致成本地增加，权衡利弊将回流比设为1.5。
Keyword:Benzene-acetonitrilesystemExtractive distillation Extractant DMSOAspen Plus
1
乙腈不仅是一种重要的化工原料，同时也是一种重要的有机溶剂，因其对无机以及有机化合物的优良溶解性而被广泛使用，在溶剂回收的过程中经常遇到乙腈和水的分离问题。
2.1.5
在上述优化基础上，将萃取剂流量QS改设为600kg/hr，以回流比R为变量，以塔顶产品苯组成XD为目标函数，其他操作参数保持不变，继续优化，结果如图2-5所示。
图2-5塔顶产品组成随回流比的变化关系
由图
塔内气液相组成分布，温度分布分别见表2-1，表2-2和表2-3。
表2-1萃取精馏塔内气相组成分布
0.5959
16
0.3948
0.0093
0.5959
17
0.3919
0.0122
0.5959
18
0.3881
0.0160
0.5959
19
0.3829
0.0211
0.5958
20
0.3762
0.0279
0.5958
21
0.3671
0.0371
0.5958
22
0.3547
0.0494
0.5959
23
0.3377
2.1.2
在上述优化的基础上，将塔板数N改设为36，以萃取剂进口位置N1为变量参数，以塔顶产品组成XD为目标函数，其他操作参数保持不变，进一步优化，结果如图2-2所示。
图2-2溶剂进料位置对塔顶组成的影响
由图2-2可知，当萃取剂进口N1位于第5块板时，塔顶产品的组成XD达到最大值99.95%；随着N1的增大，X无明显变化，直至N1为13时；当N1≥13时，X呈明显的下降趋势。由此可知，萃取剂的最佳进口位置为第5块板。
0.0286
24
0.8292
0.1424
0.0284
25
0.7798
0.1919
0.0283
26
0.7126
0.2589
0.0285
27
0.6241
0.3465
0.0294
28
0.5177
0.4520
0.0303
29
0.4096
0.5653
0.0250
30
0.2667
0.7053
0ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ0279
31
0.1480
塔板数
苯
乙腈
二甲基亚砜
1
0.9968
0.0032
2.36E-06
2
0.9987
0.0013
2.92E-05
3
0.9990
0.0006
0.0003
4
0.9966
0.0005
0.0028
5
0.9694
0.0004
0.0302
6
0.9691
0.0007
0.0301
7
0.9688
0.0010
0.0301
8
0.9684
8
0.4030
0.0009
0.5960
9
0.4027
0.0012
0.5960
10
0.4022
0.0017
0.5960
11
0.4017
0.0023
0.5960
12
0.4009
0.0030
0.5960
13
0.3999
0.0040
0.5960
14
0.3986
0.0053
0.5960
15
0.3969
0.0070
塔板数
苯
乙腈
二甲基亚砜
1
0.99877
0.0012
2.92E-05
2
0.99919
0.00055
0.0003
3
0.99618
0.0003
0.0036
4
0.9610
0.0002
0.0386
5
0.4037
0.0003
0.5960
6
0.4035
0.0004
0.5960
7
0.40332
0.0006
0.5960
0.0663
0.5959
24
0.3146
0.0893
0.5961
25
0.2832
0.1204
0.5963
26
0.2422
0.1613
0.5965
27
0.1934
0.2110
0.5955
28
0.1455
0.2668
0.5877
29
0.1170
0.3525
0.5305
30
0.0657
0.4068
0.5275
3.1.2
在上述优化的基础上，将塔板数N′改设为20，以原料进口位置N1′为变量参数，以塔顶产品组成XD′为目标函数，其他操作参数保持不变，进一步优化，结果如图3-2所示。
图3-2进料位置对塔顶组成的影响
由图3-2可知：当原料进口位置3≤N2≤17时，塔顶产品的组成X′基本不发生变化，选用原料的进口位置为第10块板。
3.
3.1
拟优化的参数：塔板数N’、萃取剂进口位置N1’、原料进口位置N2’、溶剂比QS’/QF’、回流比R’；目标函数均为塔顶产品组成XD。
3.1.1
以塔板数N'（N'≥2）为变量函数，以塔顶产品组成XD'为目标函数进行优化。结果如图3-1所示。
图3-1理论塔板数对塔顶组成的影响
由图3-1可知，当塔板数15≤N≤20时，随着N的增加，塔顶产品的组成X大体明显增加；当塔板数4≤N≤15时，随着N的增加，塔顶产品的组成X变化甚微，当N≥20时X几乎保持在99.84%不变。由于增加塔板数对于提高产品纯度没有太大的意义，此外，考虑到增加塔高不仅会提高设备成本，而且会增加能耗，权衡产品纯度要求与成本二者之间的关系，建议最佳的塔板数应选20。
表2-3萃取精馏塔温度分布
塔板数
温度（℃）
塔板数
温度（℃）
塔板数
温度（℃）
1
80.06
13
96.38
25
96.59
2
80.11
14
96.37
26
97.24
3
80.22
15
96.36
27
98.44
4
81.24
16
96.35
28
99.83
5
96.41
17
96.33
29
97.87
6
96.41
18
96.30
河南科技学院新科学院
2012届本科毕业论文
论文题目：用Aspen Plus萃取精馏模拟分离苯-乙腈体系
学生姓名：程银歌
所在院系：化学工程系
所学专业：化学工程与工艺
导师姓名：杨胜凯
完成时间：2012年5月
Aspen Plus法分离苯-乙腈体系流程的优化
摘要
本文采用化工过程模拟软件Aspen Plus 11.1对苯-乙腈体系的萃取精馏过程进行了优化，结果表明，常压下，当萃取精馏塔的理论塔板数为36，萃取剂进口位置（从上向下数）为5，原料进口位置为29，回流比为3.8，萃取剂与原料液质量流量之比为6:1时，塔顶馏出物中苯的质量分数可达到99.90％。
30
100.84
7
96.41
19
96.28
31
103.36
8
96.41
20
96.25
32
104.98
9
96.40
21
96.22
33
106.15
10
96.40
22
96.19
34
109.48
11
96.39
23
96.21
35
126.70
12
96.39
24
96.31
36
164.36
萃取精馏塔温度分布图如下
图2-7萃取精馏塔温度分布图
2.1.3
同理，将萃取剂进口位置N1改设为5，以原料进口位置N2为变量，以塔顶产品组成XD为目标函数，其他操作参数保持不变，继续进行优化，结果如图2-3所示:
图2-3原料进料位置对塔顶组成的影响
由图2-3可知：当原料进口位置N2≤20时，塔顶产品的组成XD随原料进口位置N2的增大呈明显的上升趋势；当N2≥30时，X明显下降。当20≤N2≤30时X几乎保持在99.80%不变。由此可知，原料的最佳进口位置为第29块板。
苯-乙腈体系是共沸物系，不能采用常规精馏方法进行分离。常压下，乙腈沸点为81.1℃，共沸物组成85.8%（wt）。苯-乙腈体系的分离工艺主要有变压精馏、盐效萃取与精馏联合工艺、萃取精馏及渗透蒸发等。而萃取精馏特别适合于近沸点和共沸物体系。
本文采用原料废乙腈来自于2-甲基吡啶的生产过程所产生的乙腈和苯所形成混合物，其组成主要为苯和乙腈，分离的关键在于乙腈与苯的分离。该法采用二甲基亚砜作为溶剂对理论塔板数N、萃取剂进口位置N1（从上往下数，下同）、原料进口位置N2、溶剂比（即萃取剂与原料的流量之比）QS/QF、回流比R等操作参数进行了优化。萃取精馏过程为双塔流程，流程图如图1-1所示：
关键词：苯-乙腈体系、萃取精馏、萃取剂、二甲基亚砜、Aspen Plus
Optimize the process ofBenzene-acetonitrilesystem with themethod ofAspen Plus
Abstract
In this paper,we usechemicalprocess simulation softwareAspen Plus 11.1toOptimize the process ofExtractive distillation of Benzene-acetonitrilesystem.The results show that, themass fractionofbenzene in distillate oftowerCan be achieved99.90％whennumberoftheoretical plates of theextractive distillation column is36,theimportlocation ofextractantatNo.5tray(Numberfromthe previousdownward),theimports position of raw materialsatNo. 29 tray,reflux ratiois 3.8,and theliquidmass flowratio ofExtractantandraw materials is 6:1,at atmospheric pressure.
0.0015
0.0301
9
0.9678
0.0020
0.0301
10
0.9671
0.0028
0.0301
11
0.9662
0.0038
0.0301
12
0.9649
0.0050
0.0301
13
0.9633
0.0067
0.0300
14
0.9612
0.0088
0.0300
15
0.9585
0.0116
0.0299
0.8213
0.0306
32
0.0727
0.8946
0.0326
33
0.0332
0.9324
0.0344
34
0.0145
0.9434
0.0422
35
0.0059
0.8893
0.1048
36
0.0016
0.5474
0.4509
萃取精馏塔内气相组成分布图如下：
图2-6萃取精馏塔内气相组成分布
表2-2萃取精馏塔内液相组成分布
2.1.4
在上述优化基础上，将原料进口位置N2改设为29，以萃取剂流量QS为变量，以塔顶产品苯组成XD为目标函数，其他操作参数保持不变，继续优化，结果如图2-4所示。
图2-4溶剂进料量对塔顶组成的影响
由图2-4可知：当萃取剂流量QS≤600kg/hr时，随QS的增加，塔顶产品组成XD明显增大；当QS≥600kg/hr时，X增加幅度甚小，几乎保持在99.75%不变。考虑到萃取剂流量过大对提高塔顶产品纯度的意义不大，且造成萃取剂的后续回收工作量增大（萃取剂流量由于原料流量QF为100kg/hr由生产量决定），故最佳溶剂比QS/QF应为6:1。
31
0.0326
0.4429
0.5244
32
0.0150
0.4621
0.5229
33
0.0066
0.4668
0.5266
34
0.0026
0.4335
0.5638
35
0.0007
0.2698
0.7295
36
9.95E-05
0.0768
0.9231
萃取精馏塔内液相组成分布图如下：
图2-7萃取精馏塔内液相组成分布
16
0.9549
0.0152
0.0299
17
0.9502
0.0100
0.0298
18
0.9440
0.0263
0.0297
19
0.9359
0.0345
0.0295
20
0.9251
0.0455
0.0294
21
0.9107
0.0601
0.0292
22
0.8914
0.0797
0.0289
23
0.8651
0.1062