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1、四川理工学院毕业论文Aspen-plus模拟甲苯脱烷基制茶过程学生.*学号：*专业：化学工程与工艺班级：*指导老师：*四川理工学院材料与化学工程学院二O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AspenPkIS全流程模拟模型。模型包括混合器、预热器、反应器、精储塔等模块。设定操作参数后，通过灵敏度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。接受该过程后，循环气中甲烷含量大大削减，循环气中氢气质量分数达95%,高于原料氢气质量分数。苯塔是分别工段能耗最大的塔，通过对苯塔进行热泵精储技
2、术的模拟应用，考察了热泵精馄的节能效果。接受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%0接受以循环水为换热介质的闭式热泵节能效果达68%o结果表明热泵精僧技术是很有应用前景的节能措施。关键词：HDA；AspenPlus；优化；流程改造AbstractBasedonthepyrolysis(HDA)process,theestablishmentofAspenPlussimulationmodelofthewholeprocess.Themodelincludesamixer,apreheater,reactor,distillationandothermodules.Afters
3、ettingtheoperatingparameters,sensitivityanalysistooltooptimizetheoperatingparameters,improveproductqualityandreduceenergyconsumption.Throughthewholeprocesssimulationanalysis,theincreaseinpressureswingadsorption(PSA)processtoberecycledandthehydrogengas.Withthisprocess,thecyclegasmethanecontentsignifi
4、cantlyreducedcyclegashydrogenmassfractionof95%,higherthanthehydrogencontentofrawmaterials.Benzenetoweristhemostenergyintensiveseparationsectioncolumnbybenzenedistillationtowerheatpumptechnologyanalogapplications,investigatedheatdistillationenergysavings.Usingtheheattransfermediumtotheoverheadvaporov
5、erheadvaporcompressionheatpumpenergy-savingeffectof74%.Theuseofwaterasaheattransfermediumtocirculateinaclosedheatpumpenergy-savingeffectof68%.Theresultsshowthatenergy-savingmeasuresheatpumpdistillationtechnologyisverypromising.Keywords：HDA；AspenPlus；Optimization；Processreform书目第一章绪论OLl苯和甲苯在石油化工工业中的地
6、位O1.2甲苯和苯的来源以及利用1L3甲苯脱烷基制苯的生产方法1L3.1典型工艺过程113.1催化法脱烷基1L3.2热解法脱烷基2L3.3催化法和热解法工艺对比31.4AspenPhIS在化工生产中的运用4L5本文探讨内容5其次章HDA工艺流程模拟12.1 组分分析12.2 工艺流程12.2.1进料组成22.2.2物性方法选择22.3反应工段模型建立32.3.1预热器HX模拟32.3.2加热炉FUR模拟42.3.3反应器RX模拟42.3.4急冷器QUENCHER模拟524预分别工段模型建立52.4.1终冷器COND模拟52.4.2气液分别器SEP模拟52.4.3输送设备模拟62. 5分别工段模
7、型建立62. 5.1精储塔的模拟63. 5.2稳定塔Cl模拟74. 5.3苯塔C2模拟82.5.4甲苯塔C3模拟85. 6流程模拟结果9第三章HDA工艺过程优化03.1.1稳定塔Cl优化O3.1.2苯塔C2优化33.1.3甲苯塔C3优化63.2优化结果8第四章HDA工艺过程改造14.1 模拟结果分析14.2 改造后模拟流程14.3 变压吸附过程14.3.1变压吸附原理14.3.2预处理装置PRESEP流程24.3.3变压吸附装置PSA流程34.3.4PSA过程工艺参数34.3.5模拟结果比较44.4热泵精储技术模拟44.4.1塔顶气相压缩式热泵模拟54.4.2闭式热泵模拟64.4.3热泵精镭模
8、拟结果7第五章结论1参考文献1致谢35第一章绪论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、顺醉、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、异氟酸酯等。图1.1以甲苯和苯为原料生产的主要化工产品
9、1.2 甲苯和苯的来源以及利用在不同来源的芳崎原料中，都含有确定数量的甲苯和苯。甲苯和苯主要来自石油储分催化重整生成油和裂解汽油，少部分来自煤焦油。在重整法生产的芳燃原料中，甲苯含量高于苯，而煤液化法或煤气化合成的芳煌原料中甲苯产率更高。然而甲苯的用途远不如苯，甲苯的干脆化工率更低，见图Llo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网的技术，以利用相对过剩的甲苯资源，调整苯产量。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
10、氢脱烷基制苯工艺方法公司温度/C压力/MPa催化剂催化法HydealA&R、UOP540-6400.77.0Cr2O3ZAl2O3DetolHoudry540-6500.75.5MgOZAl2O3PyrotolHoudry550-6406.3Cr2O3Al2O3UnidakUOP6500.77.0Cr2O3ZAl2O3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微小环节上有一些变更，工艺流程都基本相同，而不同点
11、主要在产品分别的分僧塔的布置、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。1.3.2 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：烷基芳嫌脱烷基反应和非芳燃加氢裂解反应。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%L
12、5%,重播分为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5.4Cl51o以氧化格-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簇新原料甲苯与循环甲苯、簇新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别器，分出的氢气一部分干脆返回反应器；另一部分中除一小部分解除作燃料外，其余送到纯扮装置脱去烯烧后至苯精微塔，塔顶得产品苯。塔釜重储分送再循环塔，塔顶蒸出未转化的甲苯再返回反应器，塔釜的重质芳烧解除系统。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
13、积碳速度较快，催化剂失活速率大，为保持催化剂的活性必需提高反应温度，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5090C的缘由。催化法脱烷基的催化剂完全失活后须要再生或更换，操作比较麻烦。132热解法脱烷基热解法脱烷基过程是利用较高的反应温度干脆引发有效的脱烷基反应，不须要任何催化剂。甲苯在反应温度为570C时，转化率只有2%（质量）左右，当反应温度升至6（XrC时，甲苯脱烷基反应变得比较明显，随后随反应温度的上升,脱烷基反应速率快速上升。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
14、其是在原料油中含有较多的非芳燃时，反应器内的温升是很高的，乃至最终难以限制。这种状况导致热解法脱烷基的反应选择性变差，芳煌的缩聚反应增加，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%,重福分为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%。热解法加氢脱甲基制苯的工艺流程如图1.3所示。排放换热器冷却器循环芳煌蒸汽加小执7S、废热锅炉器1原料甲苯新鲜氢图L3热解加氢脱甲基制苯工艺流程原料甲苯、循环芳烧
15、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，为了限制反应温度，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、分别、稳定和白土处理，最终分储得到产品苯，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煌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。但是热解法不须要催化剂，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1.2o表1.2脱烷基制苯工艺对比刀项目催化法热解
16、法反应温度/C530-650700-800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，非芳炫和C9+原料适应性较好，允许含非芳含量不能太高嫌达30%,C9+芳煌达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等杂质杂质含量不限制含量有确定要求气态燃生成量少稍多氢耗量低稍高反应器材质要求低苯纯度（产品）99.9-99.95%99.99%（1）催化加氢脱烷基法接受选择性良好的催化剂，产品收率高，反应条件较热解法缓和。可抑制非芳烧的加
17、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，由于接受了催化剂，设备和操作都较困难，对氢气纯的的要求也较高。一般状况下，当原料中的非芳燃含量较多时，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像，但反应温度较催化法高出5090C,一般反应器出口温度可达730750C;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；由于不运用催化剂，使得流程较催化法简洁。1.4 AspenPlus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年头组织麻省理工学
18、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年头推向市场，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，全球应用案例特殊多，成为应用较为广泛的大型流程模拟软件之一。许多大化工、石化、炼油等过程工业企业、公司都是ASPenPhlS的用户。AspenPIUS有这样几个特点因叫（）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）软件中供应了多种收敛方法，基于全流程模拟可以接受序贯（SM）或联
19、立方程（EO）算法来精确计算工艺过程物料、能量变更状况。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供应技术支持。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，可以很便利的对比变更前后流程模拟结果，进而对流程进行评价和改进【。CarlosDanielFischer等“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。文中探究了运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，得出了运用低选择性陶瓷膜相较ZSM-5沸石分子筛膜年操作
20、费高出153.9%的结论。AntonioC.B.deAraujo等通过选取限制变量并以最小年操作费为目标，来优化HDA过程。通过ASPenPklS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，得到了选取限制变量与HDA工艺过程操作费用关系。1.5 本文探讨内容本文基于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ASPenPklS全流程模拟模型。模拟过程包括换热器、反应器、精僧塔等单元模型。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，探讨了增加变压吸附（PSA）过程提纯氢气对系统内循环气组成的
21、影响。通过运用热泵精储技术对苯塔进行节能改造，得到了一般精储和热泵精储的能耗对比，检验了热泵精储技术的节能效果。第二章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。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C7H8C12H0联苯CjaHio2.2 工艺流程HDA工艺由反应工段、预分别工段和分别工段组成。包括混合器、预热器、加热炉、反应器、分别器、压缩机和蒸馄塔等设备。HDA工艺流程如图2.1所ZjO氢
22、新放空气（H2+CH4）A压缩机甲苯塔分离器稳定塔图2.1HDA工艺流程簇新甲苯、簇新氢气与循环气体、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。反应器出口物流快速急冷，中止反应。经预热器换热，反应物料进一步被冷却，进入分别器分别。气相物流经压缩后，部分放空，避开甲烷在系统中累积，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，剩余部分送入分别塔序分别。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1法模拟计算得到的。工艺系统进料数据
23、如表2.2所示。表2.2工艺系统进料物流数据物流代号簇新氢气簇新甲苯温度37.837.8压力MPa4.174.17质量流量kg/hr436.94136.08质量分率H20.930CH40.070C6H600C7H801Ci2Hio002.2.2 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，PR-BM物性方程是带有Boston-Mathias函数的Peng-Robinson方程，方程如下所示：P=RTa(T)V-bV(y-b)-vb(V-b)a=0.45724”。(T)力=0.07
24、780旦PcPCa05(T)=l+(l-T;0-5)m=037646+1.54226卬-0.26992卬？c=-=0.307cRTcZ3-(X-B)Z2+(A-2B-3B2)Z-(AB-B2-B3)=0aaPCbPA=77，B=R2T2RT该方程适用于全部温度、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特殊适合，可以作为模拟实际生产工艺设计的物性方法。2.3 反应工段模型建立簇新甲苯、簇新氢气、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650C66后的混合物进入反应器进行反应。反应物与急冷液（来自预分别工段的粗产品）在急冷
25、器中混合降温，反应中止，经换热，进入预分别过程。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MHeatXoHeater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，故接受多台换热器串联的方式，接受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。
26、熟料物流图2.4预热器换热过程模拟预热器物流组成：冷侧流量为41316.706kgh热侧流量为51232.182kgh表2.3换热器工艺参数换热器ElE2E3E4E5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c172.4143.9280.8269.3378.4350443.1450524.8540.4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.
27、3473.7022.3.2 加热炉FUR模拟在ASPenPklS供应的模型中，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0.24MPa1。233反应器RX模拟在ASPenPIUS软件中供应的反应器模型有RSk)ic、RYieldREquilRGIbbs、RCSTR、RPklg、RBatcho其中RStoic、RYieId是不考虑热力学可能性和动力学可能性的生产实力类反应器，REquikRGibbs是不考虑动力学可能性的热力学平衡类反应器，RCSTRRPlUg、RBat
28、Ch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困难，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。依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确定的。反应器参数设置如下表2.4所示。表2.4反应器参数12,161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困难的反应体系。主反应为甲苯和氢气发生加成反应生成苯和甲烷，副反
29、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：C7H8+H2C66+CH4H=-41840kJkmol副反应：2C6H6C12H10+H2H=+8136kJkmol2.3.4 急冷器QUENCHER模拟从反应器出口出来的物流含有芳烧、大量甲烷和氢气，温度为691.8C。为防止结焦和发生二次反应，须将反应物急冷以中止反应。急冷器接受混合急冷，反应物和来自预分别工段的急冷液混和后冷却至600oCo混合物流急冷后进入预热器HX中，回收热量。急冷器QUENCHER接受MiXer模型，MiXer模型适用于物流、
30、热量和功的混合。设置急冷器混合后压力为3.36MPa。2.4 预分别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35o经分别器分相。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别塔序分别。图2.5预分别工段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接受Heater模型，设定温度35C,压降0.04MPaU2.4.2 气液分别器SEP模拟ASPenPIUS软件中分别器的模型包括FIaSh2、Flash3DecanterSep
31、Sep2,Flash2oFIaSh2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是组分分别器，可由用户指定分别结果，而不考虑热力学上分别的程度和可能性。分别器接受Flash2模型进行模拟，设置压降为0.0IMPau7】。2.4.3 输送设备模拟从分别器SEP中分别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。分别出的油相作为粗产品经泵加压进入分别工段。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，M
32、eomPr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071设备名称输送压力/MpaAspen模型PI3.65PumpCOMP4Compr2.5 分别工段模型建立来自预分别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分别工段2.5.1 精僧塔的模拟AspenPlus软件中模拟精储塔最为常用的塔模型是DSTWU和RADFRAC两种模型。DSTWU模型可以为RADFRAC模型供应参考初值。DSTWU模型运用的是Winn-Und
33、erwood-Gilliland简捷算法来进行精储塔的设计，依据设定的进料条件和分别条件来对精僧塔进行初步计算，精福塔的最小理论板数、最小回流比、给定回流比下的理论板数和进料位置。RADFRAC严格核算模型对精微塔进行严格计算，同时联立物料、能量和相平衡关系，接受逐板计算法求解得到精僧塔分别结果。RADFRAC模型适用于需精确计算塔模型如精微塔、吸取塔，还可模拟板式塔或填料塔的分别效果以及塔设备参数。通过ASPenPlUS中的灵敏分析模块（SenSitiViIy）,确定精储塔的最佳条件，确定实际板数，实际回流比和进料位置。252稳定塔Cl模拟稳定塔进料组成为氢气162ppm、甲烷1%、苯64.
34、8%、甲苯32.5%、联苯1.7%（质量分率），进料量为200kmolhro考虑气体的沸点较低，故精馀塔操作压力设定相对其他塔较高。组分作清晰分割，轻、重组分间是极易分别体系1画。设定DSTWU模型分别参数如下：/SpecificationsICalculationOptionsConvergencePressureCondenser: 1.03Reboiler: t06ColumnspecificationsNumberofstages:Refluxratio:.2Key component recoveriesLight key:CondenserspecificationsHeavy k
35、ey:Recov:Recov:Distillate vapor fraction: TP Partial condenser with vapor and liquid distillateCTolalcondenser汗Partialcondenserwithallvapordistillate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摩尔储出分率（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
36、效率可以模拟实际板分别效果。为模拟实际板分别效果，本次模拟设定塔板效率为70%。设定塔板效率后，分别效果有所变更。接受增加塔板数的方法，可调整分别效果。以理论板数/板效率得到的实际塔板数为：N=70.7=10oRADFRAC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储出物与进料比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茉塔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RAD
37、FRAC模型参数设定如下表2.8所示：表2.8米塔操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储出物与进料比0.692进料位置23塔板压力设置(1)0.2IMpa(35)0.23MPa塔板效率0.7254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储出物与进料比0.97进料位置4塔板压力设置(1)0.2IMpa(10)0.22MPa
38、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82731DlFFH2FFTOL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/(kghr)41249.115866.951169.5160.2493.812538.3焰/KW-24938.51969.9349.9-220.4-105.7574.5质量流量/(kghr)H21608.42.61340.72.6396.30.0CH420684
39、.6158.022954.9157.697.50.0C6H61136.610293.517875.00.00.00.0C7H817816.85143.28560.70.00.012538.3Ci2Hio2.6269.6438.20.00.00.0质量分率H20.0390.0000.0260.0160.8020.000CH40.5010.0100.4490.9840.1980.000C6H60.0280.6490.3490.0000.0000.000C7H80.4320.3240.1670.0000.0001.000CizHio0.0000.0170.0090.0000.0000.000表2.1
40、1HDA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/(kghr)25382.223021.625787.32360.541249.141249.15195.5焰/KW-28918.0-25942.93196.2-2660.1-981.9-881.7535.4质量流量/(kghr)H21336.41212.14.2124.31608.41339.00.0CH422698.120587.2256.82110
41、.920684.622856.10.0C6H61145.81039.216729.2106.61136.611439.397.4C7H8201.8183.18358.918.817816.85345.05095.5C2H00.00.0438.10.02.6269.62.6质量分率H20.0530.0530.0000.0530.0390.0320.000CH40.8940.8940.0100.8940.5010.5540.000C6H60.0450.0450.6490.0450.0280.2770.019C7H80.0080.0080.3240.0080.4320.1300.981CnHio0.
42、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。第三章HDA工艺过程优化在保证分别效果的前提下，通过对模型参数设定进行分析优化，如变更精微塔进料位置、回流比等参数来调整精储塔的负荷及生产实力。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软件中有特地的灵敏度分析工具Sensitivity181：设定某一操作变量及其变更规律，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更而变更
43、的值，考察他们之间的变更关系，以便找寻最优条件。3.1 稳定塔CI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，是易分别体系。3.1.1 操作压力优化选取塔顶压力为操作变量，其变更对稳定塔影响如图3.1和3.2所示。-5000.0 OS 1.01.52.02.53.03.54.0操作压力/Mpa32502150150乐流能，盆再装藤芯ZKW图3.1操作压力灵敏度分析I154 90154 85154 80154.75154.70154.65154.60154.55154.500.00.51.01.52.0操作压力/Mpa(s0钿安蹲湖桀茨国坤汾R(mass%)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上升,而其变更对分别结果几乎无影响。塔顶采出量较小，能耗随其变更不大。塔底能耗则随其增加而增加较大。操作压力大于IMPa后，塔釜温度较高，能耗较高，故操作压力选取1.03Mpao3.1.2 播出分率D/F优化基于操作压力优化结果，塔顶冷凝温
