应用软件实践大作业 异丙苯制备与分离流程模拟Word文档下载推荐.docx

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指导教授：

教授

北京化工大学化学工程学院

二零一年月日

摘要

本文首先利用反应器、换热器、精馏塔构成简单的流程进行模拟计算（图1），精馏塔采用简单模块，换热器初始换热温度为50℃。

获得计算结果后发现，异丙苯的分离可以达到要求，但是排除物料中含有较多的苯，为了提高苯的利用率和降低生产成本，在原来设计流程的基础上，进行精馏塔复杂模块计算，将精馏塔冷凝器改为分凝器，分离出一部分的苯循环使用。

并对流程进行了优化，优化目标为流程的热负荷，优化变量为换热器换热温度。

最终确定工艺流程（图13），换热器换热温度为125摄氏度，热负荷节约35%，产物异丙苯的含量达到%。

一、设计任务与要求

本人学号为：

，包含0、1、2、4、7五个数字，对应甲烷、丙烯、正丁烷、异丙醇、苯五种物质，进行异丙苯制备和分离。

异丙苯制备及分离

学号

1

2

3

4

5

6

7

8

9

分子

甲烷

丙烯

丙烷

正丁烷

正戊烷

甲苯

乙醇

异丙苯

苯

（1）进口物料：

压力温度120℃

流量：

苯和丙烯各60kmol/s，其他组分分别为10kmol/s

（2）反应器：

丙烯转化率，压力降、热负荷为：

（3）换热器：

压力降atm

（4）精馏塔：

要求压力为1atm（全塔），塔釜苯摩尔含量为

二、流程设计

根据合成及分离要求设计流程如下图1所示：

简单模块流程有3部分：

反应器（REACTOR）、换热器（HEATER）、精馏塔（RAD）三个部分。

原料（FEED）首先进入反应器（REACTOR）进行反应，丙烯和苯反应生成异丙苯，连同未反应的物质一同进入换热器中进行冷凝，经过冷凝器降温后的混合物进入精馏塔精馏，轻组分物流（VAP）拟为排出物，重组分物流（PRODUCT）拟为反应产物。

图1.反应流程图

三、简单模块设计计算

1.在画完反应流程图后，进入图2界面输入物料组分：

图2.输入物流组分

2.物性方法选择，选择物性方法为RK-SOAVE：

图3.物性方法选择

3.输入物性方法参数

图4.物性方法参数

4.输入进料

图5.输入进料

5.新建单位

图6.新建单位

6.换热器初始温度和压降，设置为50℃和

图7.换热器初始温度和压降

7.精馏塔简单模块参数输入：

设置轻组分苯，塔顶产出苯的摩尔量占进料苯摩尔量的比为；

重组分为异丙苯，塔顶异丙苯的摩尔量占进料异丙苯的摩尔量（经多次试验后、达到苯的要求）

图8.精馏塔简单模块参数输入

8.反应器条件设置：

反应器压强设置为，热负荷为0。

图9.反应器条件设置

9.反应器条件设置：

设置反应（苯+丙烯异丙苯），反应丙烯转化率为。

图10.反应器条件设置

10.输出精馏塔分离结果

图11.精馏塔分离结果

图12.精馏塔具体数据

分析讨论：

由图11可知，PRODUCT结果中异丙苯含量为，达到分离要求，精馏塔轻组分中仍含有较多的苯，如果全部排放，后期废液处理需要的成本较高，而苯作为反应物之一，如能循环利用，可大大提高经济效益。

如果将轻组分全部输送回反应器，由于其中含有较多的低碳物质，沸点低，冷凝需要大量的公用工程，生产成本过高。

综合考虑，在精馏塔上部，考虑采用分凝器，将苯分离产出，循环利用。

精馏塔简单模块所得数据为图12所示，用于后期精馏塔复杂模块radfrac计算。

四、复杂模块设计

由简单模块计算可知，为提高苯的利用率和经济效益，精馏塔上部采用分凝器，将轻组分物流组分分离出苯后输送进入反应器重新反应。

其反应流程图更新如图13所示：

图13.反应流程图

反应器（REACTOR）和换热器（HEATER）的参数设置保持不变，对精馏塔采用复杂模块，参数设置如图14所示：

图14-1.精馏塔复杂模块设置

（1）

图14-2.精馏塔复杂模块设置

（2）

图14-3.精馏塔复杂模块设置（3）

图14-4.精馏塔复杂模块设置（4）

为了使苯在塔釜中的摩尔分数小于，在DesignSpecification中进行如下设置（见图15）：

图15-1

图15-2

图15-3

图15-4

变量D/F值变化范围为。

五、设计优化

对工艺流程进行优化，进入ModelAnalysisTools中Optimization内容

图16.优化模块界面

图17.建立优化内容

其中HDUTY是换热器热负荷，DDUTYC是精馏塔冷凝器热负荷，DDUTYR是再沸器热负荷。

图18.建立优化目标

其中优化目标为流程总的热负荷最小。

图19.设定优化变量

优化变量为换热器换热温度，变化范围为0-300℃。

通过上述步骤一一设定，输出的优化结果如图20所示：

图20.优化结果

由图20可知，比初始换热温度条件节省了34%的热负荷。

6、计算结果

最终采用的工艺流程图为

输出最终结果如表2所示：

CYC

FEED

HOUT

PRODUCT

R-OUT

VAP

Substream:

MIXED

MoleFlowkmol/sec

CH4

10

C3H6-2

60

C2H5OH

C6H6

C9H12-2

C4H10-1

MoleFrac

TotalFlowkmol/sec

150

TotalFlowkg/sec

TotalFlowcum/sec

TemperatureC

120

Pressureatm

VaporFrac

LiquidFrac

SolidFrac

EnthalpyJ/kmol

+08

+07

EnthalpyJ/kg

-1389300

355355

-481210

-134730

-1849400

EnthalpyWatt

+09

EntropyJ/kmol-K

-361570

-132090

-287830

-474120

-224570

-185200

EntropyJ/kg-K

Densitykmol/cum

Densitykg/cum

AverageMW

LiqVol60Fcum/sec

表2.最终结果

换热器最终温度为125℃。