《化工過程數(shù)學模型與計算機模擬》課程案例研究課件

《化工過程數(shù)學模型與計算機模擬》課程

案例研究

甲苯加氫脫烷基制苯生成過程的概念設計化工所 潘朝群 博士 趙小曦 博士《化工過程數(shù)學模型與計算機模擬》課程

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甲苯加氫脫烷1目錄第一部分 概述及概念設計第一章 第0級層次決策：輸入信息第二章 第1級層次決策：間歇對連續(xù)第三章 第2級層次決策：輸入－輸出結(jié)構(gòu)第四章 第3級層次決策：流程的循環(huán)結(jié)構(gòu)第五章 第四層次的決策：分離系統(tǒng)

第二部分 過程輸出文件

一. 過程總的輸入文件總結(jié)二. 流程圖中各模塊的操作參數(shù)模擬結(jié)果三. 流程圖中各物流的組成模擬目錄第一部分 概述及概念設計2第0級層次：輸入信息反應：反應條件：反應器進口的溫度=1150℉，而且反應器的壓力=500psia。選擇性：每摩爾轉(zhuǎn)化的甲苯生成苯的摩爾數(shù)S＝0.97。轉(zhuǎn)化率：x＝0.7。 產(chǎn)量=265mol/h的苯。原料：室溫條件下的純苯；100℉和550psia下的95%的H2和5%的CH4。制約條件：在反應器進口處H2/芳烴=5（以防結(jié)焦）；反應器出口溫度<1300℉（以防加氫裂解）；反應器出料驟冷到1150℉（以防結(jié)焦）第0級層次：輸入信息反應：3第二章1級層次決策：間歇對連續(xù)

選擇一個連續(xù)的過程。第二章1級層次決策：間歇對連續(xù)

選擇一個連續(xù)的過程。4第

2級層次決策：輸入-輸出的結(jié)構(gòu)

表3－2 各組分的去向組分正常沸點℉去向H2—423氣體循環(huán)和放空CH4—259氣體循環(huán)和放空苯776.2主要產(chǎn)品甲苯231.1循環(huán)聯(lián)苯496.4副產(chǎn)品第2級層次決策：輸入-輸出的結(jié)構(gòu)

表3－2 各組分的去向5第3層次的決策：流程的循環(huán)結(jié)構(gòu)

反應器分離系統(tǒng)甲苯進料H2進料放空聯(lián)苯苯PBFT（1-x）FT（1-x）FTFFT第3層次的決策：流程的循環(huán)結(jié)構(gòu)

甲苯進料H2進料放空聯(lián)苯苯6第五章 第4層次的決策：分離系統(tǒng)

利用ASPEN軟件模擬在100OF和465psia的條件下，閃蒸罐的出料的分布情況，算出離開閃蒸罐的蒸汽和液體的流量分布情況物流 氣相進料物流9 氣相出料物流15 液相出料物流10 總的摩爾流量kmol/h 4.154648 3.758506 0.391642 H2的摩爾流量kmol/h 1.539709 1.538267 0.00144 CH4摩爾流量kmol/h 2.198708 2.183626 0.0151 苯的摩爾流量kmol/h 0.325816 0.0333 0.292523 甲苯摩爾流量kmol/h 0.009 0.003320.0867 聯(lián)苯摩爾流量kmol/h 4.28×10－4 2.20×10－8 4.28×10－4

從以上結(jié)果可看出，在閃蒸罐內(nèi)氣相和液相得到了合理的分割，無需采用冷凍過程第五章 第4層次的決策：分離系統(tǒng)

利用ASPEN軟件模擬在7分離系統(tǒng)工藝流程圖

放空的H2＋CH4蒸

汽

回

收系

統(tǒng)反

應

器系

統(tǒng)冷卻系統(tǒng)相

分離

器液

體

分

離系

統(tǒng)循環(huán)甲苯苯＋甲苯蒸汽苯聯(lián)苯H2蒸汽苯分離系統(tǒng)工藝流程圖

放空的H2＋CH4蒸汽回收系統(tǒng)反8蒸汽回收系統(tǒng)表5-2 放空物流中各組份的分布情況組份 H2 CH4 苯 甲苯 總的物流

摩爾流量kmol/h 0.1968980.2795040.004260.0004250.481089 苯和甲苯的損耗量為：放空的苯量＝4.26mol/h放空的甲苯量＝0.425mol/h損失的苯和甲苯的量在可接受的范圍內(nèi)，所以暫時接受放空損失。蒸汽回收系統(tǒng)9甲苯加氫脫烷基生成苯的工藝流程圖甲苯加氫脫烷基生成苯的工藝流程圖10液相分離的塔序分離苯、甲苯和聯(lián)苯時，采用正次序，先分離苯，再分離甲苯、聯(lián)苯液相分離的塔序分離苯、甲苯和聯(lián)苯時，采用正次序，先分離苯，再11穩(wěn)定塔塔的壓力為150psia R＝1.033 STAGES＝25 FEEDSTAGE＝12板間距2ft，兩端加上15ft，則塔的高度為H＝2×25+15＝65塔橫截面積A＝2.214×10－4[M×(Tb+460)]0.5V按照塔的底部來設計，即苯回流，M＝78，Tb＝400，V＝L＋D＝（R＋1）D＝（1.033＋1）×13.6塔的截面積A＝2.214×10－4×[78×(400+460)]0.5×（1.033＋1）×13.6＝1.5854ft2塔的直徑為：D＝1.42ft穩(wěn)定塔塔的壓力為150psia R＝1.03312苯塔R＝1.11 STAGES＝55 FEEDSTAGE＝27CONDENSERDUTY＝20,229REBOILERDUTY=10,478板間距2ft，兩端加上15ft，則塔的高度為H＝2×22+15＝125塔的截面積為：A＝2.214×10－4×[92×(231+460)]0.5×(1.11+1)×267.81＝22.55ft2塔的直徑為：D＝5.40ft年度費用＝792/280×101.9×1251.066×5.400.802×3.18/3＝86，337$/a苯塔R＝1.11 STAGES＝55 FEEDSTAGE13甲苯塔R＝0.05，STAGES＝22，F(xiàn)EEDSTAGE＝11板間距2ft，兩端加上15ft，則塔的高度為H＝2×22+15＝59塔的截面積為：A＝2.214×10－4×[154×(492+460)]0.5×83.7＝8.2ft2塔的直徑為：D＝3.23ft年度費用＝792/280×101.9×3.231.066×600.802×3.18/3＝28，454$/a取冷卻水的平均溫升為125OF，則冷凝器的換熱面積＝115ft2冷凝器的年度費用＝792/280×101.9×1150.65×3.29/3＝6896$/a冷凝水的年度費