Aspen-plus模拟甲苯脱烷基制苯过程Word版

传播优秀Word版文档，希望对您有帮助，可双击去除！传播优秀Word版文档，希望对您有帮助，可双击去除！传播优秀Word版文档，希望对您有帮助，可双击去除！四川理工学院毕业论文Aspen-plus模拟甲苯脱烷基制苯过程学生：***学号：1****专业：化学 工程 路基工程安全技术交底工程项目施工成本控制工程量增项单年度零星工程技术标正投影法基本原理 与工艺班级：*****指导老师：****四川理工学院材料与化学工程学院二〇一五年六月摘要本文基于甲苯加氢热解法（HDA）脱烷基制苯工艺，建立了AspenPlus全流程模拟模型。模型包括混合器、预热器、反应器、精馏塔等模块。设定操作参数后，通过灵敏度 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 工具对操作参数进行优化，提高了产品质量，降低了能耗。通过对全流程模拟分析，提出了增加变压吸附（PSA）过程来回收循环气中氢气。采用该过程后，循环气中甲烷含量大大减少，循环气中氢气质量分数达95%，高于原料氢气质量分数。苯塔是分离工段能耗最大的塔，通过对苯塔进行热泵精馏技术的模拟应用，考察了热泵精馏的节能效果。采用以塔顶气相为换热介质的塔顶气相压缩式热泵节能效果达74%。采用以循环水为换热介质的闭式热泵节能效果达68%。结果表明热泵精馏技术是很有应用前景的节能 措施 《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施 。关键词：HDA；AspenPlus；优化；流程改造AbstractBasedonthepyrolysis(HDA)process,theestablishmentofAspenPlussimulationmodelofthewholeprocess.Themodelincludesamixer,apreheater,reactor,distillationandothermodules.Aftersettingtheoperatingparameters,sensitivityanalysistooltooptimizetheoperatingparameters,improveproductqualityandreduceenergyconsumption.Throughthewholeprocesssimulationanalysis,theincreaseinpressureswingadsorption(PSA)processtoberecycledandthehydrogengas.Withthisprocess,thecyclegasmethanecontentsignificantlyreducedcyclegashydrogenmassfractionof95%,higherthanthehydrogencontentofrawmaterials.Benzenetoweristhemostenergyintensiveseparationsectioncolumnbybenzenedistillationtowerheatpumptechnologyanalogapplications,investigatedheatdistillationenergysavings.Usingtheheattransfermediumtotheoverheadvaporoverheadvaporcompressionheatpumpenergy-savingeffectof74%.Theuseofwaterasaheattransfermediumtocirculateinaclosedheatpumpenergy-savingeffectof68%.Theresultsshowthatenergy-savingmeasuresheatpumpdistillationtechnologyisverypromising.Keywords：HDA；AspenPlus；Optimization；Processreform目录TOC\o"1-3"\h\z\u第一章绪论11.1苯和甲苯在石油化工工业中的地位11.2甲苯和苯的来源以及利用21.3甲苯脱烷基制苯的生产方法2HYPERLINK\l"_Toc421092401"1.3.1典型工艺过程2HYPERLINK\l"_Toc421092402"1.3.1催化法脱烷基2HYPERLINK\l"_Toc421092403"1.3.2热解法脱烷基3HYPERLINK\l"_Toc421092404"1.3.3催化法和热解法工艺对比41.4AspenPlus在化工生产中的运用51.5本文研究 内容 财务内部控制制度的内容财务内部控制制度的内容人员招聘与配置的内容项目成本控制的内容消防安全演练内容 6第二章HDA工艺流程模拟72.1组分分析72.2工艺流程7HYPERLINK\l"_Toc421092410"2.2.1进料组成8HYPERLINK\l"_Toc421092411"2.2.2物性方法选择82.3反应工段模型建立9HYPERLINK\l"_Toc421092413"2.3.1预热器HX模拟9HYPERLINK\l"_Toc421092414"2.3.2加热炉FUR模拟10HYPERLINK\l"_Toc421092415"2.3.3反应器RX模拟10HYPERLINK\l"_Toc421092416"2.3.4急冷器QUENCHER模拟112.4预分离工段模型建立11HYPERLINK\l"_Toc421092418"2.4.1终冷器COND模拟11HYPERLINK\l"_Toc421092419"2.4.2气液分离器SEP模拟11HYPERLINK\l"_Toc421092420"2.4.3输送设备模拟122.5分离工段模型建立12HYPERLINK\l"_Toc421092422"2.5.1精馏塔的模拟12HYPERLINK\l"_Toc421092423"2.5.2稳定塔C1模拟13HYPERLINK\l"_Toc421092424"2.5.3苯塔C2模拟14HYPERLINK\l"_Toc421092425"2.5.4甲苯塔C3模拟142.6流程模拟结果15第三章HDA工艺过程优化16HYPERLINK\l"_Toc421092428"3.1.1稳定塔C1优化16HYPERLINK\l"_Toc421092429"3.1.2苯塔C2优化19HYPERLINK\l"_Toc421092430"3.1.3甲苯塔C3优化22HYPERLINK\l"_Toc421092431"3.2优化结果24HYPERLINK\l"_Toc421092432"第四章HDA工艺过程改造25HYPERLINK\l"_Toc421092433"4.1模拟结果分析25HYPERLINK\l"_Toc421092434"4.2改造后模拟流程25HYPERLINK\l"_Toc421092435"4.3变压吸附过程25HYPERLINK\l"_Toc421092436"4.3.1变压吸附原理25HYPERLINK\l"_Toc421092437"4.3.2预处理装置PRESEP流程26HYPERLINK\l"_Toc421092438"4.3.3变压吸附装置PSA流程27HYPERLINK\l"_Toc421092439"4.3.4PSA过程工艺参数27HYPERLINK\l"_Toc421092440"4.3.5模拟结果比较28HYPERLINK\l"_Toc421092441"4.4热泵精馏技术模拟28HYPERLINK\l"_Toc421092442"4.4.1塔顶气相压缩式热泵模拟29HYPERLINK\l"_Toc421092443"4.4.2闭式热泵模拟30HYPERLINK\l"_Toc421092444"4.4.3热泵精馏模拟结果31HYPERLINK\l"_Toc421092445"第五章结论33HYPERLINK\l"_Toc421092446"参考文献34致谢35第1章绪论1.1苯和甲苯在石油化工工业中的地位苯和甲苯是石油化工工业的重要基础原料。随着石油化工工业的发展，科学技术的飞速进步以及人们对生活和文化的需求日益提高，促进了化学纤维、塑料、橡胶等合成材料以及品种繁多的有机溶剂、农药、医药、染料、香料、涂料、化妆品、添加剂、有机合成中间体等生产的迅猛发展。苯的最大用途是生产苯乙烯、环己烷和苯酚，以及硝基苯、顺酐、氯苯、直链烷基苯等。甲苯大部分用作汽油组分，其次是用作脱烷基制苯和歧化制苯和二甲苯的原料。甲苯也是优良溶剂，它的化工利用主要是生产硝基甲苯、苯甲酸、异氰酸酯等[1]。图1.1以甲苯和苯为原料生产的主要化工产品1.2甲苯和苯的来源以及利用在不同来源的芳烃原料中，都含有一定数量的甲苯和苯。甲苯和苯主要来自石油馏分催化重整生成油和裂解汽油，少部分来自煤焦油。在重整法生产的芳烃原料中，甲苯含量高于苯，而煤液化法或煤气化合成的芳烃原料中甲苯产率更高[2]。然而甲苯的用途远不如苯，甲苯的直接化工率更低，见图1.1。受苯、甲苯供需不平衡的影响，工业上出现了甲苯脱烷基制苯扩大苯源[3]的技术，以利用相对过剩的甲苯资源，调节苯产量。1.3甲苯脱烷基制苯的生产方法1.3.1典型工艺过程工业上，甲苯脱烷基制苯分为两大类方法：催化加氢脱烷基法和热解非催化加氢脱烷基法。表1.1中收录了典型的甲苯加氢脱烷基工艺方法。表1.1甲苯加氢脱烷基制苯工艺[4]方法公司温度/℃压力/MPa催化剂催化法HydealA&R、UOP540~6400.7~7.0Cr2O3/Al2O3DetolHoudry540~6500.7~5.5MgO/Al2O3PyrotolHoudry550~6406.3Cr2O3/Al2O3UnidakUOP6500.7~7.0Cr2O3/Al2O3热解法HDAAtlanticR590~7603.5~7.0MTC三菱石化7002.0~2.5SUNSunOil7601.0~7.5THDGulfOil7601.0~7.5无论是催化法还是热解法，不同公司开发脱烷基装置在工艺和性能的细节上有一些变化，工艺流程都基本相同，而不同点主要在产品分离的分馏塔的布置、热量回收设备和装置内的氢气提纯技术等方面，同时在反应器的大小、工艺条件和装置性能上有较大的不同。1.3.1催化法脱烷基催化法脱烷基是在氢气和催化剂存在的条件下进行的脱烷基反应工艺过程，甲苯脱甲基生成苯的反应，其活化能较高。在催化剂存在时，由于催化剂的存在，反应活化能降至，因此在相同的反应温度下，催化法的反应速度加快，在转化率相当的条件下，催化法比热法的反应温度低。催化脱烷基工艺的主要反应有两个：烷基芳烃脱烷基反应和非芳烃加氢裂解反应。芳环的加氢和裂化反应几乎不发生，芳环的聚合反应也很少发生，甲苯转化为苯的选择性很好。苯产率可达理论值的98%，联苯的生成量为1%~1.5%，重馏分为0.5%，氢气消耗比热法脱烷基低，苯产品的纯度可达99.9%，冰点为5.4℃[5]。以氧化铬-氧化铝为为催化剂的甲苯脱甲基制苯的工艺流程如图1.2所示。图1.2催化加氢脱甲基制苯工艺流程新鲜原料甲苯与循环甲苯、新鲜氢气与循环氢气经加热炉加热到所需温度后进入反应器，从反应器出来的气体产物经冷却、冷凝，气液混合物一起进入闪蒸分离器，分出的氢气一部分直接返回反应器；另一部分中除一小部分排除作燃料外，其余送到纯化装置脱去烯烃后至苯精馏塔，塔顶得产品苯。塔釜重馏分送再循环塔，塔顶蒸出未转化的甲苯再返回反应器，塔釜的重质芳烃排除系统。工业上，虽然催化剂可以使反应活化能下降较大，但是由于催化剂积碳速度较快，催化剂失活速率大，为保持催化剂的活性必须提高反应温度，因此从某种意义上来讲，在反应中后期催化剂上积的炭起着相当的催化作用，这就是催化法脱烷基的反应温度只比热解法脱烷基仅低50~90℃的原因。催化法脱烷基的催化剂完全失活后需要再生或更换，操作比较麻烦。1.3.2热解法脱烷基热解法脱烷基过程是利用较高的反应温度直接引发有效的脱烷基反应，不需要任何催化剂。甲苯在反应温度为570℃时，转化率只有2%（质量）左右，当反应温度升至600℃时，甲苯脱烷基反应变得比较明显，随后随反应温度的升高，脱烷基反应速率迅速上升。由于脱烷基过程中所发生的一系列反应都是放热反应，所以在反应过程中会放出大量的热，尤其是在原料油中含有较多的非芳烃时，反应器内的温升是很高的，乃至最后难以控制。这种情况导致热解法脱烷基的反应选择性变差，芳烃的缩聚反应增加，生碳量增多，与催化法脱烷基相比，甲苯热脱烷基的苯收率为96%~97%,比催化法低1%~2%，联苯产率可达3%~5%，重馏分为1%~2%，副反应比催化法高，这就导致热解法脱烷基的氢耗量略比催化法高。虽然这两种脱烷基的方法的产品均可达到硝化级苯的要求，但热解法脱烷基生产的笨的纯的纯度要高一些，可达99.99%[6]。热解法加氢脱甲基制苯的工艺流程如图1.3所示。图1.3热解加氢脱甲基制苯工艺流程原料甲苯、循环芳烃和氢气混合，经换热后进入加热炉，加热至接近热脱烷基所需温度后进入反应器，由于加氢及氢解副反应的发生，反应热很大，为了控制反应温度，可向反应区喷入冷氢和甲苯。反应产物经废热锅炉、换热器进行能量回收后，再经冷却、分离、稳定和白土处理，最后分馏得到产品苯，纯度大于99.9%（质量），苯收率为理论值的96%~100%。未转化的甲苯和其他芳烃经再循环塔分出后循环回反应器。在工业上，由于热解法脱烷基的反应温度高，因而对反应器的材质要求更苛刻些。但是热解法不需要催化剂，操作以及工艺流程上也更简便。1.3.3催化法和热解法工艺对比甲苯脱烷基制苯的工业方法对比见表1.2。表1.2脱烷基制苯工艺对比[6,7]项目催化法热解法反应温度/℃530-650700-800反应压力/Mpa2.94-7.851.96-4.90苯收率/%96-9897-99催化剂要不要反应器运转周期半年一年空速大小较小（反应器较大）较大（反应器较小）原料要求原料适应性差，非芳烃和C9+含量不能太高原料适应性较好，允许含非芳烃达30%，C9+芳烃达15%表1.2续表项目催化法热解法补充氢的要求对CO,CO2，H2S,NH3等杂质含量有一定要求杂质含量不限制气态烃生成量少稍多氢耗量低稍高反应器材质要求低高苯纯度（产品）99.9-99.95%99.99%（1）催化加氢脱烷基法采用选择性良好的催化剂，产品收率高，反应条件较热解法缓和。可抑制非芳烃的加氢裂化反应，由于反应温度和氢分压均可比热解法降低，有利于降低材质和循环氢量。另一方面，由于采用了催化剂，设备和操作都较复杂，对氢气纯的的要求也较高。一般情况下，当原料中的非芳烃含量较多时，用该法有利；当设备规模小时，则以热解法有利。（2）热解非催化加氢脱烷基的流程和催化法相似，但反应温度较催化法高出50~90℃，一般反应器出口温度可达730~750℃；由于副反应较催化法多，苯的转化率较催化法低3%左右，氢气耗用量也略微增多；由于不使用催化剂，使得流程较催化法简单。1.4AspenPlus在化工生产中的运用AspenPlus是新一代的化工流程模拟软件，它是由美国能源部于上世纪70年代组织麻省理工学院开发制成。Asepn全称为AdvancedSystemforProcessEngineering，意为过程工程的先进系统。该软件于20世纪80年代推向市场，经过30年来地不断修正、补充完善，软件已先后推出十余个版本，全球应用案例非常多，成为应用较为广泛的大型流程模拟软件之一[7]。许多大化工、石化、炼油等过程工业企业、公司都是AspenPlus的用户。AspenPlus有这样几个特点[8,9]：（1）软件拥有完备的数据库，可以模拟许多不同组分的性质；（2）软件中有一系列单元操作模型，用于模拟从单个单元操作到整个工艺流程的多种单元操作过程；（3）软件中提供了多种收敛方法，基于全流程模拟可以采用序贯（SM）或联立方程（EO）算法来准确计算工艺过程物料、能量变化情况。AspenPlus软件中还自带有功能强大的模型分析工具，可以对工艺流程进行有针对性地设计，从而为之后的流程设计或者流程改造提供技术支持。在模拟过程中，通过软件对工艺操作参数优化、流程的局部改造分析，可以很方便的对比改变前后流程模拟结果，进而对流程进行评价和改进[10]。CarlosDanielFischer等[11]运用AspenPlus对HDA工艺过程进行了改造，设计了通过膜单元来回收放空气中氢气的工艺过程。文中探索了使用不同种膜单元对氢气渗透率的影响，以及对氢气回收率的影响。通过对结果分析，得出了使用低选择性陶瓷膜相较ZSM-5沸石分子筛膜年操作费高出153.9%的结论。AntonioC.B.deAraújo等[12]通过选取控制变量并以最小年操作费为目标，来优化HDA过程。通过AspenPlus对工艺系统进行理论建模，运用线性模型并结合理论公式推导，得到了选取控制变量与HDA工艺过程操作费用关系。1.5本文研究内容本文基于AspenPlus软件对甲苯加氢热解法（HDA）脱烷基制苯工艺过程进行模拟，建立了AspenPlus全流程模拟模型。模拟过程包括换热器、反应器、精馏塔等单元模型。通过对流程中单元模型进行灵敏度分析，优化了操作参数，找出了优化条件。文中还对模拟工艺流程进行了改造，讨论了增加变压吸附（PSA）过程提纯氢气对系统内循环气组成的影响。通过运用热泵精馏技术对苯塔进行节能改造，得到了普通精馏和热泵精馏的能耗对比，检验了热泵精馏技术的节能效果。第2章HDA工艺流程模拟2.1组分分析本文是基于甲苯加氢热解法（HDA）制苯的工艺流程来模拟的。工艺系统中主要组分除了苯、甲苯、氢气外，还有副产物联苯和甲烷[11,12,13]。定义HDA工艺模型组分如表2.1所示。表2.1工艺系统组分ID组分分子式H2氢气H2CH4甲烷CH4C6H6苯C6H6C7H8甲苯C7H8C12H10联苯C12H102.2工艺流程HDA工艺由反应工段、预分离工段和分离工段组成。包括混合器、预热器、加热炉、反应器、分离器、压缩机和蒸馏塔等设备。HDA工艺流程如图2.1所示。图2.1HDA工艺流程新鲜甲苯、新鲜氢气与循环气体、甲苯混合后，经预热器与反应器出口物流换热升温完全气化，在加热炉中加热到反应温度，进入反应器反应。反应器出口物流迅速急冷，中止反应。经预热器换热，反应物料进一步被冷却，进入分离器分离。气相物流经压缩后，部分放空，避免甲烷在系统中累积，其余循环回反应器。液相粗产品一部分循环用来急冷反应器出口物流，剩余部分送入分离塔序分离。得到产品苯，副产品联苯。未转化的甲苯循环回反应器。2.2.1进料组成进料组成是工艺过程模拟的基础，AspenPlus的模拟结果是基于序贯模块[14]法模拟计算得到的。工艺系统进料数据如表2.2所示。表2.2工艺系统进料物流数据物流代号新鲜氢气新鲜甲苯温度℃37.837.8压力MPa4.174.17质量流量kg/hr436.94136.08质量分率H20.930CH40.070C6H600C7H801C12H10002.2.2物性方法选择在模拟过程中，物性方法主要用于计算各物流的热力学性质和传递性质。选择恰当的物性方法，是模拟计算成功的关键。本次模拟选用的物性方程式为PR-BM方程[15]，PR-BM物性方程是带有Boston-Mathiasα函数的Peng-Robinson方程，方程如下所示：该方程适用于所有温度、压力下非极性或者极性较弱的体系。对于本次模拟的物系系统十分适合，可以作为模拟实际生产工艺设计的物性方法。2.3反应工段模型建立新鲜甲苯、新鲜氢气、循环气和循环甲苯，经混合后，通过换热器HX与反应物流换热后，升温至540℃，进入加热炉Fur加热。加热至650℃[6,16]后的混合物进入反应器进行反应。反应物与急冷液（来自预分离工段的粗产品）在急冷器中混合降温，反应中止，经换热，进入预分离过程。模拟流程图如图2.3所示。图2.3反应工段2.3.1预热器HX模拟AspenPlus软件中常用来模拟换热器的模型包括Heater、HeatX和MHeatX。Heater模型只需确定出口物流的和热相态，适合模拟加热器、冷却器、冷凝器等。HeatX模型可以模拟两个物流之间换热，适合模拟两股物流间的换热器。MHeatX模型可以模拟多股物流之间换热，适合模拟多股物流的换热器。由于预热器换热温差太大，单台设备难以实现，故采用多台换热器串联的方式，采用HeatX模型，规定换热器一侧出口条件，由总的能量平衡来得出换热模拟结果。预热器换热过程如下图2.4所示。图2.4预热器换热过程模拟预热器物流组成：冷侧流量为41316.706kg/h热侧流量为51232.182kg/h表2.3换热器工艺参数换热器E1E2E3E4E5物流热冷热冷热冷热冷热冷进口温度/℃280.858.6378.4143.9443.1269.3524.8350600450出口温度/℃172.4143.9280.8269.3378.4350443.1450524.8540.4进口压力/Mpa3.2923.8273.3053.7993.3193.7713.3473.7443.3613.73出口压力/Mpa3.2783.7993.2923.7713.3053.7443.3193.733.3473.7022.3.2加热炉FUR模拟在AspenPlus提供的模型中，加热炉可以通过Heater模型来实现。将加热炉视为加热器，规定Heater的出口条件包括温度、压力、热负荷等方式，完成加热过程。加热炉参数设定：出口温度650℃，加热炉压降0.24MPa[17]。2.3.3反应器RX模拟在AspenPlus软件中提供的反应器模型有RStoic、RYield、REquil、RGIbbs、RCSTR、RPlug、RBatch。其中RStoic、RYield是不考虑热力学可能性和动力学可能性的生产能力类反应器，REquil、RGibbs是不考虑动力学可能性的热力学平衡类反应器，RCSTR、RPlug、RBatch是依据化学动力学进行计算得化学动力学类反应。由于反应过程内在机理复杂，在此将反应器视为一个黑匣子，选取RStoic反应器模块作为反应器模拟。根据查阅文献资料的产物分布数据来进行模拟。RStoic反应器是通过设定反应器内发生的反应方程式，并规定反应物的转化率的方式来模拟产物结果的。因此只要进口的量确定，出口的产物中个组分的量是一定的。反应器参数设置如下表2.4所示。表2.4反应器参数[6,12,16]反应器床层温度691.8℃反应压力3.42MPa进料甲苯/氢(mol)1：4甲苯转化率0.7苯选择性97.70%甲苯热解法脱烷基过程是一个复杂的反应体系。主反应为甲苯和氢气发生加成反应生成苯和甲烷，副反应有缩合反应及生焦反应，缩合反应一般在反应后期，即苯的浓度远远大于甲苯的浓度时发生。由于反应中氢气已大量过剩，模拟时不考虑生焦反应。主反应：△H=—41840kJ/kmol副反应：△H=+8136kJ/kmol2.3.4急冷器QUENCHER模拟从反应器出口出来的物流含有芳烃、大量甲烷和氢气，温度为691.8℃。为防止结焦和发生二次反应，须将反应物急冷以中止反应。急冷器采用混合急冷，反应物和来自预分离工段的急冷液混和后冷却至600℃。混合物流急冷后进入预热器HX中，回收热量。急冷器QUENCHER采用Mixer模型，Mixer模型适用于物流、热量和功的混合。设置急冷器混合后压力为3.36MPa[6,12]。2.4预分离工段模型建立反应物经过预热器回收热量后，经终冷器进一步冷却至35℃。经分离器分相。气相产物经压缩机压缩，一部分放空，剩余部分循环回反应器。液相产物经泵输送，一部分循环作为急冷液与刚出反应器物流混合，剩余部分作为粗产品进入分离塔序分离。图2.5预分离工段2.4.1终冷器COND模拟经预热器HX回收热量后的反应物在终冷器COND中冷却到常温。终冷器COND采用Heater模型，设定温度35℃，压降0.04Mpa[17]。2.4.2气液分离器SEP模拟AspenPlus软件中分离器的模型包括Flash2、Flash3、Decanter、Sep、Sep2，Flash2。Flash2模型适用于两相闪蒸，Flash3模型适用于三相闪蒸，Decanter模型适用于两相液体缓析器，而Sep和Sep2是组分分离器，可由用户指定分离结果，而不考虑热力学上分离的程度和可能性。分离器采用Flash2模型进行模拟，设置压降为0.01Mpa[17]。2.4.3输送设备模拟从分离器SEP中分离出的富氢气体经压缩机压缩后，一部分经放空阀放空，剩余部分作为循环气循环回反应过程。分离出的油相作为粗产品经泵加压进入分离工段。AspenPlus软件中输送设备的模型有Pump、Compr及MCompr等。Pump模型适用于模拟泵，Compr模型适用于模拟单级压缩机，MCompr模型适用于模拟多级压缩机。输送设备工作参数设置如下表2.5所示：表2.5输送设备参数[17]设备名称输送压力/MpaAspen模型P13.65PumpCOMP4Compr2.5分离工段模型建立来自预分离过程的粗产品经节流阀降压进入稳定塔，除去粗产品中溶解的气体，塔底产物进入苯塔。苯塔塔顶采出产品苯，塔底产物进入甲苯塔。甲苯塔塔顶采出甲苯循环回反应器，塔底得到副产品联苯。图2.6分离工段2.5.1精馏塔的模拟AspenPlus软件中模拟精馏塔最为常用的塔模型是DSTWU和RADFRAC两种模型。DSTWU模型可以为RADFRAC模型提供参考初值[9]。DSTWU模型使用的是Winn-Underwood-Gilliland简捷算法来进行精馏塔的设计，根据设定的进料条件和分离条件来对精馏塔进行初步计算，精馏塔的最小理论板数、最小回流比、给定回流比下的理论板数和进料位置。RADFRAC严格核算模型对精馏塔进行严格计算，同时联立物料、能量和相平衡关系，采用逐板计算法求解得到精馏塔分离结果。RADFRAC模型适用于需准确计算塔模型如精馏塔、吸收塔，还可模拟板式塔或填料塔的分离效果以及塔设备参数。通过AspenPlus中的灵敏分析模块(Sensitivity),确定精馏塔的最佳条件，确定实际板数，实际回流比和进料位置。2.5.2稳定塔C1模拟稳定塔进料组成为氢气162ppm、甲烷1%、苯64.8%、甲苯32.5%、联苯1.7%（质量分率），进料量为200kmol/hr。考虑气体的沸点较低，故精馏塔操作压力设定相对其他塔较高。组分作清晰分割，轻、重组分间是极易分离体系[18]。设定DSTWU模型分离参数如下：图2.7稳定塔DSTWU模型参数设定经DSTWU模型简捷计算结果如下表2.6所示。表2.6DSTWU模型计算结果DSTWU模型参数摩尔回流比0.995塔板数7进料板位置3摩尔馏出分率（D/F)0.0554DSTWU模型模拟时塔板效率默认为100%，得到的是理论塔板数。通过设定RADFRAC模型中默弗里效率可以模拟实际板分离效果。为模拟实际板分离效果，本次模拟设定塔板效率为70%。设定塔板效率后，分离效果有所变化。采用增加塔板数的方法，可调节分离效果。以理论板数/板效率得到的实际塔板数为：N=7/0.7=10。RADFRAC模型参数设定如下表2.7所示。表2.7稳定塔RADFRAC模型操作参数项目数据塔板数10冷凝器冷凝形式Partial-Vapor再沸器形式Kettle摩尔回流比0.995馏出物与进料比0.0554进料位置3塔板压力设置（1）1.03Mpa（10）1.06MPa塔板效率0.72.5.3苯塔C2模拟苯塔进料组成为苯65.4%、甲苯32.9%、联苯1.7%（质量分数）。苯塔RADFRAC模型参数设定如下表2.8所示：表2.8苯塔操RADFRAC模型作参数项目数据塔板数35冷凝器冷凝形式Total再沸器形式Kettle回流比2.05馏出物与进料比0.692进料位置23塔板压力设置（1）0.21Mpa（35）0.23MPa塔板效率0.72.5.4甲苯塔C3模拟甲苯塔进料组成为苯0.9%、甲苯94.2%、联苯4.9%（质量分数）。甲苯塔RADFRAC模型参数设定如下表2.9所示：表2.9甲苯塔RADFRAC模型操作参数项目数据塔板数10冷凝器冷凝形式Total再沸器形式Kettle回流比0.3馏出物与进料比0.97进料位置4塔板压力设置（1）0.21Mpa（10）0.22MPa塔板效率0.72.6流程模拟结果HDA工艺过程模拟结果见下表2.10和表2.11。物流代号见各工段流程图。表2.10HDA工艺过程模拟结果表1物流代号82731D1FFH2FFTOL温度/℃55.235.3599.8-126.737.837.8压力/Mpa3.653.653.361.034.174.17气相分率0.91201110总流量/(kg/hr)41249.115866.951169.5160.2493.812538.3焓/KW-24938.51969.9349.9-220.4-105.7574.5质量流量/(kg/hr)H21608.42.61340.72.6396.30.0CH420684.6158.022954.9157.697.50.0C6H61136.610293.517875.00.00.00.0C7H817816.85143.28560.70.00.012538.3C12H102.6269.6438.20.00.00.0质量分率H20.0390.0000.0260.0160.8020.000CH40.5010.0100.4490.9840.1980.000C6H60.0280.6490.3490.0000.0000.000C7H80.4320.3240.1670.0000.0001.000C12H100.0000.0170.0090.0000.0000.000表2.11HDA工艺过程模拟结果表2物流代号GASGRECLIQPURGERINROUTTREC温度/℃3551.33550.4649.6691.8143.7压力/Mpa3.283.833.283.483.453.424.65气相分率1101110总流量/(kg/hr)25382.223021.625787.32360.541249.141249.15195.5焓/KW-28918.0-25942.93196.2-2660.1-981.9-881.7535.4质量流量/(kg/hr)H21336.41212.14.2124.31608.41339.00.0CH422698.120587.2256.82110.920684.622856.10.0C6H61145.81039.216729.2106.61136.611439.397.4C7H8201.8183.18358.918.817816.85345.05095.5C12H100.00.0438.10.02.6269.62.6质量分率H20.0530.0530.0000.0530.0390.0320.000CH40.8940.8940.0100.8940.5010.5540.000C6H60.0450.0450.6490.0450.0280.2770.019C7H80.0080.0080.3240.0080.4320.1300.981C12H100.0000.0000.0170.0000.0000.0070.000以上为HDA工艺流程模拟结果，对于流程结果的分析优化、改造将在接下里的章节里介绍。第3章HDA工艺过程优化在保证分离效果的前提下，通过对模型参数设定进行分析优化，如改变精馏塔进料位置、回流比等参数来调节精馏塔的负荷及生产能力。为了达到这样的目的，将要分析的各个塔孤立起来，单独进行模拟分析，找出优化条件。确定各个塔的优化条件后，再带入整个系统流程中进行模拟运行。AspenPlus软件中有专门的灵敏度分析工具Sensitivity[8]：设定某一操作变量及其变化规律，并设定一个或若干目标变量，通过计算得出目标变量随操作变量变化而变化的值，考察他们之间的变化关系，以便寻找最优条件。3.1稳定塔C1优化对于稳定塔来讲，其作用主要是脱除粗产品中溶解的气体。溶解的气体量小，使得塔顶气体采出量也较小。塔内轻、重关键组分分别为甲烷和苯，关键组分间沸点相差较大，是易分离体系。3.1.1操作压力优化选取塔顶压力为操作变量，其变化对稳定塔影响如图3.1和3.2所示。图3.1操作压力灵敏度分析1图3.2操作压力灵敏度分析2如图所示，塔顶蒸汽冷凝温度和塔釜加热温度随着操作压力的增加而升高，而其变化对分离结果几乎无影响。塔顶采出量较小，能耗随其变化不大。塔底能耗则随其增加而增加较大。操作压力大于1Mpa后，塔釜温度较高，能耗较高，故操作压力选取1.03Mpa。3.1.2馏出分率D/F优化基于操作压力优化结果，塔顶冷凝温度为-22.35℃，需采用制冷剂循环制冷。由于塔顶采出量小，从工艺上考虑，塔顶冷却介质采用冷却水相较制冷剂而言，有易得、成本低和循环流程简单的优点，为此需提高塔顶泠凝温度到40℃[18]。调节馏出分率会影响塔内苯的回收率，进而影响塔顶的冷凝温度。因变量中苯损失率即塔顶馏出苯流量与进料苯流量之比，灵敏度分析结果如图3.3和3.4所示。图3.3馏出分率灵敏度分析1图3.4馏出分率灵敏度分析2如图所示，馏出分率大于0.056后，塔顶冷凝温度已高于40℃，塔内苯损失率逐渐增大，而冷凝器和再沸器负荷变化不大。故选取D:F为0.056。3.1.3进料位置优化选取进料板位置为操作变量，塔釜轻组分含量和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.5所示。图3.5进料位置灵敏度分析如图所示，随着进料板位置下移，塔釜中轻组分含量增加，总能耗呈现先增大后减小的趋势。从降低能耗角度考虑，选取进料位置为第2块塔板。3.1.4摩尔回流比优化选取摩尔回流比为操作变量，塔釜轻组分含量和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.6所示。图3.6摩尔回流比灵敏度分析如图所示，轻组分在塔釜中含量已经微乎其微，回流比的变化对于塔内分离效果影响不大，但总能耗随其增加而增加。从降低能耗角度考虑，选取摩尔回流比为0.1。3.2苯塔C2优化苯塔是工艺系统的产品采出塔，轻、重组分分别为苯和甲苯。其塔顶产品采出量大、能耗高，产品纯度也要求较高（苯质量分数>99.9%），对塔釜产品则无严格要求。3.2.1操作压力优化选取塔顶压力为操作变量，塔顶产品中苯质量分率和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.7所示。图3.7操作压力灵敏度分析如图所示，随着操作压力的升高，塔顶产品中苯质量分率呈下降趋势，塔内总能耗呈现下降趋势。对于苯塔来讲，操作压力太高对产品质量不利，在接近常压时，产品质量较高。故选取操作压力为0.2MPa。3.2.2馏出分率D/F优化选取馏出分率D/F为操作变量，塔顶产品中苯、甲苯流量以及塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.8和3.9所示。图3.8馏出分率灵敏度分析1图3.9馏出分率灵敏度分析2如图所示，馏出分率小于0.69时，塔顶苯流量随馏出分率增大而增加，而甲苯流量基本不变化。馏出分率大于0.69后，苯流量基本不再变化，甲苯流量则随馏出分率增大而增加。馏出分率太大，会影响产品质量，同时增加能耗，故选取馏出分率为0.692。3.2.3进料位置优化选取进料位置为操作变量，塔顶产品中苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.10所示。图3.10进料位置灵敏度分析如图所示，随着进料位置向下移动，苯质量分数和总能耗呈现峰形状变化。进料位置为第22块板时，苯质量分数最大，能耗也较低。故选择进料位置为第22块塔板。3.2.4摩尔回流比优化选取摩尔回流比为操作变量，塔顶产品中苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.11所示。图3.11摩尔回流比灵敏度分析如图所示，随着摩尔回流比的增加，苯质量分数不断增加，总能耗也不断上涨。摩尔回流比大于2.5后，产品质量分数大于99.9%，从节约能耗角度，选取摩尔回流比为2.5。3.3甲苯塔C3优化对甲苯塔来讲，轻、重组分分别是甲苯和联苯，其主要作用是回收系统中的甲苯，同时塔底产出少量副产品联苯，塔顶塔底产品无严格要求。3.3.1操作压力优化选取塔顶操作压力为操作变量，塔顶甲苯、塔底联苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.12所示。图3.12操作压力灵敏度分析如图所示，随着操作压力增加，塔顶产品中甲苯质量分数和塔内总能耗有所下降，塔底联苯质量分数几乎无影响。从工艺上考虑，苯塔塔釜产品物流压力接近常压，且低压下甲苯质量分数较高。故选取操作压力为0.2MPa。3.3.2馏出分率D/F优化选取馏出分率D/F为操作变量，塔顶甲苯、塔底联苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.13所示。图3.13馏出分率灵敏度分析如图所示，馏出分率大于0.97后，甲苯质量分数下降较多，联苯质量分数基本不变，总能耗则随其增加而增加。馏出分率太大，使得重组分在塔顶产品中增多。从塔顶产品质量考虑，选择馏出分率为0.97。3.3.3进料位置优化选取进料位置为操作变量，塔顶甲苯、塔底联苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.14所示。图3.14进料位置灵敏度分析如图所示，随着进料位置下移，甲苯和联苯质量分数以及塔内总能耗都基本不变。进料位置对分离效果几乎无影响。进料位置为第6块板式，甲苯质量分数最大，故选取进料位置为第6块板。3.3.4回流比优化选取摩尔回流比为操作变量，塔顶甲苯、塔底联苯质量分数和塔内总能耗为因变量。灵敏度分析结果如图3.15所示。图3.15摩尔回流比灵敏度分析如图所示，随着回流比增加，甲苯质量含量和联苯质量含量基本不变，总能耗则随其增加而增加。回流比的调节对塔顶塔底产品质量影响不大，从节约能耗角度考虑，选取摩尔回流比为0.04。3.4优化结果基于以上流程优化过程得到的优化参数，现将其带入原工艺流程中进行流程模拟，得到优化后模拟结果。优化前后结果对比见下表3.4。表3.4分离过程各塔的工作参数项目稳定塔苯塔甲苯塔优化前优化后优化前优化后优化前优化后操作压力/MPa1.031.030.20.20.20.2馏出分率D/F0.05540.0560.6920.6920.970.97进料位置32142246摩尔回流比0.9950.12.382.50.30.04塔顶温度/℃-126.646.5103.2105.3137.0137.5塔釜温度/℃191.8192.5143.6144.1288.2287.5塔顶采出量/(kg/h)160.24184.0110242.6310206.085195.475190.41塔顶轻组分含量(mass%)100.0084.1499.5499.91100.0099.08塔釜采出量/(kg/g)15708.9915664.245464.145458.16268.67267.74塔底重组分含量(mass%)99.99100.0098.2199.9299.3899.31冷凝器负荷/KW21.039.233626.023701.38651.40520.41再沸器负荷/KW1336.531349.712921.923007.24652.74521.47通过优化，稳定塔苯回收率小幅下降，塔顶温度大幅上升，塔顶冷却介质可以用冷凝水代替冷却剂，节省了操作费用；苯塔通过优化回流比，产品质量分数提高到99.91%，满足石油苯545质量要求[19]；甲苯塔通过优化，降低了摩尔回流比，塔内总能耗有所下降。第4章HDA工艺过程改造4.1模拟结果分析由于HDA过程对原料氢气浓度并未作要求，故在之前的流程模拟中，未对工艺系统中循环气进行提纯，而是采用部分放空的方式来控制甲烷气体的含量。故基于现有流程特点，下文讨论了增加变压吸附（PSA）过程的工艺流程。同时，针对分离工段中苯塔负荷量较大的特点，下文还研究了热泵精馏技术在苯塔上的应用效果。4.2改造后模拟流程图4.1增加PSA过程的工艺流程增加PSA过程后的模拟工艺流程如图4.1所示，虚线中即是PSA过程。PSA过程由预分离器PRESEP、变压吸附装置PSA和气液分离器SEP2组成。混合气体GAS进入PSA过程提纯，得到高纯度氢气经压缩后循环，富甲烷气放空。4.3变压吸附过程变压吸附过程（PSA过程）由预处理装置PRESEP、变压吸附装置PSA和气液分离器SEP2组成。PSA过程的核心是变压吸附吸附装置PSA；预处理装置PRESEP起净化气源作用；气液分离器SEP2起分相作用。4.3.1变压吸附原理PSA装置采用变压吸附法又叫PSA(PressureSwingAdsorption)，基于吸附剂对混合气体中不同组分的吸附能力的差异和吸附剂的吸附量随着压力的变化而变化的特性，通过循环周期性地加压吸附、减压解吸，吸附剂再生的过程来实现分离和提纯混合气体的目的[20]。吸附剂[21]是变压吸附分离工艺的核心和基础，吸附剂的选取会直接影响到分离工艺的效果。混合气体中各组分在吸附剂上的吸附能力是随着压力升高而增加的，随着压力下降而减少的。在含氢气源的吸附分离中，常用的吸附剂有活性氧化铝、硅胶、活性炭和沸石分子筛。通常吸附剂的对混合气体中各组分的吸附能力大小顺序[20]如下：H2< 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 如表4.4所示。表4.4塔顶气相压缩式热泵模拟方案方案压缩机辅助换热器再沸器出口压力/Mpa出口温度/℃能耗/KW能耗/KW换热温差/℃10.6149.9508.901182.997.9120.7156.7584.071254.4014.6630.8162.6649.251316.3320.64如表所示，压缩机出口压力越低，则辅助换热器能耗越小，节能效果越好。但压力太低，使得加压后塔顶蒸汽温度也较低，再沸器中冷、热物流换热温差小，对再沸器要求更加苛刻。考虑到再沸器换热温差，本次模拟选用方案2来模拟。4.4.2闭式热泵模拟闭式热泵是通过利用某一循环介质不断在系统中循环，来不断吸收塔顶蒸汽热量，再通过与塔底釜液换热放出热量，如此循环反复，达到传递能量目的。塔顶蒸汽通过冷凝器H1与循环水交换热量，全凝后通过分离器S1，一部分作为塔顶产品采出，剩余部分循环回苯塔。循环水通过冷凝器H1吸收塔顶产品冷凝热而部分汽化，再进入辅助换热器H2加热为饱和水蒸汽。蒸汽经压缩机C1加压变为过热蒸汽，再通过再沸器H3加热釜液而释放热量，最后经节流、减压后通过辅助换热器H4全凝完成一次换热循环。闭式热泵模拟过程采用模型如表4.5所示。热泵工艺流程模拟如图4.5所示。表4.5闭式热泵模型设备名称单元设备Aspen备注模型C1压缩机Compr提升水蒸气温度