化工系统模拟与优化.docx

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1、编号：时间：2021年x月x日书山有路勤为径，学海无涯苦作舟页码：第19页 共20页化工系统模拟与优化丁二烯和二氧化硫合成丁二烯砜的案例研究徐 国 想指导教师：钱宇教授华南理工大学化工研究所一九九九年八月目 录 序言0输入信息1 间歇对连续2 流程图的输入输出结构21流程图的输入输出结构22设计变量和物料衡算的步骤3 流程图的循环结构 31过程循环结构的决策 32流程的物料衡算4 分离系统41分离序列的综合42分离系统的总体结构5 丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程模拟51丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图52丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程经济衡算参考文献附录 PRO/ KEYWORD输入文件序 言

2、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。 概念设计的目标就是寻找最佳工艺流程和估算最佳设计条件，用以指导过程研究及提出对开发性基础研究进一步的试验要求，所以，它是基础研究与过程研究的指南，是整个开发研究过程中十分关键的一个步骤。经验指出，如果要考虑所有的可能性，则对任何过程的流程图一般都可以提出许多方案（经常是104109个），采用分层次决策的方法，就可以在很大程度上避免了漏掉某些重要方案选择的情况。概念设计的目标就是寻找最佳“方案”，所以，需要尽快降低要予以考虑的方案数目，而基于数量级分析法的简捷算法常常

3、精确得足以消去90左右无效益的方案。采用简捷算法和分层次决策方法也可以尽快地把信息反馈给正致力于开发该过程的化学家手中，将有助于化学家去收集那些有可能获取最大效益操作范围内的数据，并且终止掉那些在有效益操作范围之外的实验。分层次决策方法就是把设计问题简化为分层次的决策，其步骤如下： 1. 间歇对连续； 2. 流程图的输入-输出结构； 3. 流程图的循环结构； 4. 分离系统的总体结构； 5. 热交换器网络。0 输入信息1. 反应信息 a. 可逆反应： 丁二烯SO2 丁二烯砜 DH R =48,000Btu/mol , Keq=(6.84610-11)exp-36,940/T(0R), k1=(

4、8.1721015)exp-52,200/T(0R), k1=k-1Keqmol/(ft3h),反应速率符合化学计量关系，并且采用CSTR反应器。b. 反应条件：反应温度=90 0F , 反应器压力=150psia 。c.假设反应的选择性为1： d. 反应动力学：反应在产品沸点下有显著的逆反应速率，这时应选择适宜的反应温度、二氧化硫与丁二烯的摩尔比，不仅要求转化率高，还要求生产控制稳定、产品成本低，一般选择二氧化硫与丁二烯的摩尔比r =1.0，丁二烯的转化率为40% e. 液相，无催化剂2. 丁二烯砜产量：P丁二烯砜 = 80mol/h3. 丁二烯砜的产品纯度：xD 0.9854. 物化数据：

5、一般需要的信息是分子量、沸点、蒸汽压、热容、汽化热、反应热、液体密度和逸度系数（或状态方程）。5. 费用数据：SO20.064$/mol，丁二烯6.76$/mol，丁二烯砜8.50$/mol，反应器的年均建设费是3150$/(ft3a)。1 间歇对连续 采用间歇操作颇为有利的因素1 产率：a当产率低于10106lb/a时，有时采用间歇；b如果产率低于1106lb/a时，一般采用间歇；c多产品装置。2 市场的力量：a季节性生产；b产品的生存期短。3 放大问题：a反应的时间非常长；b要处理低流速的浆料；c快速结垢性的物料。产率较低，约为0.17106lb/a（操作时数按8150 h/a计），一般采

6、用间歇，但根据反应的特点，决定选择一个连续的过程，操作费用和物流费用以年为基准，操作时数为8150 h/a 。2 流程图的输入输出结构2.1 流程图的输入输出结构 1. 净化进料物流情况：不需净化进料物流。 2. 可逆的副产品情况：无可逆副产物。 3. 气相循环。4. 产品物流的数目。所有组分的去向在表2.1中给出，只有一股产品物流。 表2.1 反应工段各组分去向组 分去 向SO2循环C4H6循环C4H6SO2产品初步的流程图见图2.1：C4H6，SO2C4H6 C4H6SO2图2.1 丁二烯制备丁二烯砜过程的输入-输出结构 SO22.2. 设计变量和物料衡算的步骤可能出现在第2层次上的设计变

7、量：对复杂反应有反应器转化率，反应物摩尔比，反应温度/或压力等；过量反应物的情况，过量反应物是指既不回收，又不是气体循环和放空的反应物。正常情况下，可由设计变量开发总物料平衡的公式，而根本不必考虑任何循环流量。只要总方程式定义不足，就必须寻找一个或多个设计变量来完善该问题的定义，而这些设计变量总是对应于“主要的过程优化”问题。因此，最初的分析总是应该只集中于输入输出的流量。开发总物料平衡的步骤：1 从规定的产率入手2 由化学计量关系求出副产物流量和原料需用量（以设计变量表示）3 在反应物需要全部回收和循环的场合，计算进料物流内杂质的进口流率和出口流率4 在反应物既不回收也不循环的场合（循环和放

8、空或是空气或是水），以规定的过剩量表示，计算各反应物的出口流率5 计算随第四步中的反应物流带入的杂质的进口流率和出口流率。3 流程图的循环结构3.1过程循环结构的决策：1、 需采用一套反应器系统 只有一个主反应，只需要一个反应器系统。由于反应转化率不可能达到100%，故原料要循环回反应器。2、 采用一股气相循环物流全流程有一个回到反应器去的循环物流。其流程图见图2. 3。3、 在反应器入口处无需过量反应物4、 配置气体压缩机一台反应在高压下进行，需要一台进料气压缩机。5、 反应器采用预热方式进料6、 通过改变反应器的停留时间来调节平衡转化率。二氧化硫丁二烯反应器二氧化硫丁二烯丁二烯砜 分离系统

9、 图2.3 丁二烯制备丁二烯砜过程循环结构3.2 流程的物料衡算 初期物料衡算是基于所有有价值物流全部回收的假设，衡算结果将为用PRO/II作流程模拟提供初值。严格的物料衡算待确定分离系统的细节后由PRO/II流程模拟结果给出。1. 设计变量。将产物分布关联为有限反应物的单程转化率的函数，即设计变量为丁二烯的单程转化率。2. 物料衡算。从图2.3看到，所有进入该过程的丁二烯都转化了（没有丁二烯离开系统），这是基于丁二烯完全回收的假设，即忽略掉产品物流中有任何丁二烯的损失。当反应转化率为x、反应选择性为S、丁二烯砜产率为P丁二烯砜时，该过程的丁二烯新鲜进料量FFC4H6必须为 (2-1)令进入反

10、应器的丁二烯流率为FC4H6，当转化率是x时，离开反应器的丁二烯量是FC4H6 (1-x)。对于完全回收的分离系统，离开反应器的流率将等于循环流率。在反应器前的混合器作一衡算，则有FFC4H6+ FC4H6 (1-x) = FC4H6 (2-2)于是反应器的进料量为 FC4H6FFC4H6/x (2-3)4分离系统4.1 分离序列的综合 选用探试法选择简单塔塔序。探试法的搜索速度一般比数学规划法要高得多，如果探试法则使用得当，不需要过多的计算便可迅速获得接近最优的分离序列。Nadgir和Liu提出的有序探试法，就是一种较好的分离序列综合的探试法。 Nadgir和Liu把探试法则分为四大类： 分

11、离方法探试（M探试）法则； 设计探试（D探试）法则 组分探试（S探试）法则； 组成探试（C探试）法则。 这四类探试法则中包括如下探试法则，这些探试法则必须依次顺序采用，不可颠倒： 规则1（M1法则），尽量采用直接分离法（只用能量分离剂的分离方法，如普通精馏），避免采用间接分离法（需要用质量分离剂的分离方法）。但当关键组分的相对挥发度（或分离系数）小于1.051.10时，不推荐用普通精馏，该采用质量分离剂，但分离剂应在下一个分离器中分离出来。 规则2（M2法则），避免温度和压力过于偏离环境条件。如果必须偏离，也宁可向高温或高压方向偏离，而尽量不向低温、低压方向偏离。如不个、得不采用真空蒸馏，可以

12、考虑用液液萃取来代替。如果需要冷冻，可以考虑吸收等替代方案。 规则3（D1法则），倾向于产生的产品个数最少的分离序列，也就是避免分离那些在同一目标产物组中的组分。 规则4（S1法则），优先分离具有腐蚀性或毒性的成分。 规则5（S2法则），难于分离的组分最后分离。特别是关键组分的相对挥发度接近于1.0时，应当在没有非关键组分存在的条件下进行分离。 规则6（C1法则），在相对挥发度允许的条件下，进料组成最大的组分优先分离。 规则7（C2法则），在进料组分的组成相差不大，且相对挥发度允许的条件下，倾向于将进料一分为二的分离，即将进料等摩尔地分成塔顶和塔底产品。若难以判断哪一种分离最接近一分为二，则可

13、以把易分离系数(CES)值最大的分离点优先分离。易分离系数定义如下： (3-1)其中f为产品摩尔流率比，定义为 (3-2)式中 D塔顶出料摩尔流率； B 塔底出料摩尔流率。式（3-1）中D为 (3-3)或 (3-4)式（3-3）表示轻重关键组分间沸点差，式（3-4）中a为轻重关键组分相对挥发度。易分离系数越大，表示轻、重关键组分越易被分离，所需分离费用一般也较低。4.2 分离系统的总体结构从反应器的操作条件（90 0F ，150psia）下出来的液相混合物，温度大约在90 0F，经过换热器进行间接升温至340 0F进入分离系统，再通过分别设计蒸汽回收系统和液体分离系统来实现相的最终分离。丁二烯

14、制备丁二烯砜过程的分离系统总体结构如图4.2.1所示：蒸汽分离系统循环去反应器液体 蒸汽进料相分离器反应器系统 图4.2.1丁二烯制备丁二烯砜过程分离系统的总体结构根据PRO/II的模拟计算知，可采用两个串联的闪蒸器来分割反应器的出料，气相循环到反应器入口处和新鲜进料混合，经过气体压缩机压缩至150psia、477.40F，再经过换热器降温至90 0F 进反应器。丁二烯制备丁二烯砜过程分离系统的初步结构如图4.2.2所示：循环去反应器3400F150psia323.70F15psia90 0F 150psia进料闪蒸器2 减压阀反应器系统闪蒸器1产品 液体分离系统 图4.2.2 丁二烯制备丁二

15、烯砜过程分离系统的初步结构该分离系统可采用各种替代方案：1 升高混合物的温度或降低它的压力，利用闪蒸器来实现相的分离。2 升高混合物的温度，采用精馏塔来分割物流。3 升高混合物的温度，采用稳定塔来分割物流。以上各种替代方案按照费用递增的顺序排列，故希望采用排列靠前的方案。5丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程模拟5.1丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图在以上分析的基础上，可进行全流程的模拟，利用PRO/II软件进行模拟计算，其流程如图5.1所示。811M121新鲜进料C1F1910412763V1F2 REACTOR135E3E2E1 图5.1丁二烯制备丁二烯砜过程的全流程图5.2丁二烯制备丁二烯砜过

16、程的全流程经济衡算5.2.1过程的经济潜力以年操作时数8150小时为基准，过程的经济潜力为：EP=产品的价值-原料费用-设备费用1原料及产品费用SO20.064$/mol，丁二烯6.76$/mol，丁二烯砜8.50$/mol2反应器的费用模型采用CSTR反应器，反应器的年均建设费可按下式计算： 3150$/(ft3a)3闪蒸器的费用模型一般闪蒸器的停留时间为15min左右（0.25h），故闪蒸器的体积可按下式计算：式中V是闪蒸器的体积（ft3），Qv是进入闪蒸器物流的体积流率（ft3/h）。取闪蒸器的L/D=1.5，则闪蒸器的直径和长度为： ；L=12D在引入投资偿还因子1/3后，闪蒸器的年度

17、建设费用可按下式计算：在本设计中M&S取792，Fc=3.67*1.0。4 换热器的费用模型换热器的热负荷均由PRO/II计算得到，换热所需传热面积由下式计算： 式中Qc为换热器的热负荷（Btu/h ft2 0F），Uc为传热系数100Btu/h ft2 0F，Tm是换热器的对数温差，Ac为换热器所需换热面积（ft2）。在引入投资偿还因子1/3后，换热器的年度建设费用可按下式计算： 在本设计中M&S取792，当采用碳钢制造的浮头式换热器时Fc=1.0。另外，换热器的年度操作费用（消耗的冷却水费用）可按下式计算： 式中冷却水的价格为0.06$/1000gal，Tc是冷却水的进出口温差，年操作时数

18、为8150小时。换热器年度费用=换热器年度建设费用+换热器年度操作费用5 压缩机的费用模型对于初期设计，假定压缩机效率为90% ，压缩机理论功率hp由PRO/II流程模拟结果给出，则制动马力为 用Guthrie关联式计算压缩机的建设费用 操作费用按压缩机电机效率为90%和电费为0.035 $ / kWh计算 式中bhp单位为kW 。5.2.2全流程经济衡算一、费用数据二氧化硫费用0.064 $ / kmol丁二烯费用6.76$ / kmol丁二烯砜价值850 $ / kmol电 价0.035 $ / kWh冷却水1.42710 - 4 $ / kmol设备费用估算价格指数M&S = 792 ,

19、 并引入投资偿还因子1/3年，以便把建设费用置于年度的基准上。二、经济潜力估算 以反应转化率x = 0.4为例 1原料二氧化硫费用= (0.064$/mol)(80 mol / h)(8150h/a) = 4.173104 $/a 原料丁二烯费用= (6.76$/mol)(80 mol / h)(8150 h/a) = 4.408106$/a 产品丁二烯砜价值= (8.50$/mol)(80 mol / h)(8150 h/a) = 5.542106$/a 2 反应器费用 反应器进料体积流率 v0= 0.384 km3/h 反应的速度常数 k=1.045 s-1 (T =90 0F) =0.5

20、92 s =1.64610- 4h 反应器容积 V = 0.065 m3 反应器年度费用3150$/(ft3a) 35.315 ft3/ m3=2.420104 $/a 3闪蒸器费用=0.250.30735.315=2.709 ft3式中V是闪蒸器的体积（ft3），Qv是进入闪蒸器物流的体积流率（ft3/h）。取闪蒸器的L/D=1.5，则闪蒸器的直径和长度为： =0.831 ft L=1.5D=1.247 ft闪蒸器的年度建设费用=2 =1.101104$/a4 换热器费用 建设费用= 3 =3= 1.376104$/a 消耗的冷却水费用= =5.396104$/a 换热器年度费用=换热器年度

21、建设费用+换热器年度操作费用5 压缩机费用制动功率692.64/0.90.7457 =573.9 kW 年度投资费用 = = 2.778105 $/a 1.637105 $/a6 经济潜力 EP = 5.49105 $/a 按以上步骤可以估算出其它转化率下的经济潜力，并由模拟可知，反应转化率越大，过程经济潜力越大。但由于受平衡的限制，本文选择转化率x = 0.4 作为反应段的操作条件。从计算结果可以看出，压缩机的年度费用为最大，因此，要想提高过程的经济潜力，如何降低压缩机的年度费用也须考虑。参 考 文 献1 蒋楚生等译Douglas中文版，化工过程的概念设计，化学工业出版社，1994年2 杨冀宏等编著，过程系统工程导论，烃加工出版社，1989年3 陈甘棠主编，化学反应工程，化学工业出版社，1990年4 天津大学化工原理教研室编，化工原理，天津科学技术出版社，1987年5 天津大学物理化学教研室编，物理化学，高等教育出版社，1992年6 Simsci Co. ：PRO/II，PRO Vision Users Manual,1995 第 19 页 共 20 页