1、化工系統模擬與優化丁二烯和二氧化硫合成丁二烯砜的案例研究0輸入信息1. 反應信息a. 可逆反應:丁二烯+ S02匚二t 丁二烯砜H R = 48,000Btu/mol ,KecF(6.846X 10-11)exp-36,940/T(0R),k1=(8.172X 1015)exp-52,200/T(0R), k1Fk-1Keqmol/(ft 3 h),反應速率符合化學計量關系，并且采用 CSTR反應器。b. 反應條件：反應溫度90 0F ,反應器壓力=150 psia。C.假設反應的選擇性為1：丁二烯轉化率轉化的丁二烯摩爾數X反應器進料中丁二烯摩爾數d.反應動力學：反應在產品沸點下有顯著的逆反應

2、速率，這時應選擇適宜的反應 溫度、二氧化硫與丁二烯的摩爾比，不僅要求轉化率高，還要求生產控制穩定、產品成本低，一般選擇二氧化硫與丁二烯的摩爾比r =1.0，丁二烯的轉化率為 40% e.液相，無催化劑2. 丁二烯砜產量：P 丁二烯砜=80mol/h3. 丁二烯砜的產品純度：XD 0.985 4.物化數據：一般需要的信息是分子量、沸點、蒸汽壓、熱容、汽化熱、反應熱、液體密度和逸度系數（或狀態方程）。5.費用數據：SO2= 0.064$/mol, 丁 二烯=6.76$/mol, 丁 二烯砜=8.50$/mol，反 應器的年均建設費是31502,558$/也3a）。第 3 頁1 間歇對連續采用間歇操

3、作頗為有利的因素1 .產率：a.當產率低于10X 106lb/a時，有時采用間歇；b如果產率低于1 X I06lb/a時，一般采用間歇;c. 多產品裝置。2市場的力量：a.季節性生產;b.產品的生存期短。3.放大問題：a.反應的時間非常長；b要處理低流速的漿料;C.快速結垢性的物料。產率較低，約為0.17X106lb/a （操作時數按8150 h/a計），一般采用間歇,但根據反應的特點，決定選擇一個連續的過程，操作費用和物流費用以年為基 準，操作時數為 8150 h/a 。2流程圖的輸入一輸出結構2.1流程圖的輸入輸出結構1. 凈化進料物流情況：不需凈化進料物流。2. 可逆的副產品情況：無可逆

4、副產物。3. 氣相循環。4. 產品物流的數目。所有組分的去向在表 2.1中給出，只有一股產品物流。表2.1反應工段各組分去向組分去向S02循環C4H6循環C4H6SO2產品初步的流程圖見圖2.1：C4H6, S02C4H6its4H6SO2*SO 、TT IHI 11P圖2.1丁二烯制備丁二烯砜過程的輸入輸出結構2.2.設計變量和物料衡算的步驟可能出現在第2層次上的設計變量：對復雜反應有反應器轉化率，反應物 摩爾比，反應溫度/或壓力等；過量反應物的情況，過量反應物是指既不回收, 又不是氣體循環和放空的反應物。正常情況下，可由設計變量開發總物料平衡的公式，而根本不必考慮任何 循環流量。只要總方程

5、式定義不足，就必須尋找一個或多個設計變量來完善該 問題的定義，而這些設計變量總是對應于“主要的過程優化”問題。因此，最 初的分析總是應該只集中于輸入一輸出的流量。開發總物料平衡的步驟：1從規定的產率入手 2由化學計量關系求出副產物流量和原料需用量（以設計變量表示） 3在反應物需要全部回收和循環的場合，計算進料物流內雜質的進口流率和出口流率4在反應物既不回收也不循環的場合（循環和放空或是空氣或是水），以規定的過剩量表示，計算各反應物的出口流率5計算隨第四步中的反應物流帶入的雜質的進口流率和出口流率。3流程圖的循環結構3.1過程循環結構的決策: 1、需米用一套反應器系統只有一個主反應，只需要一個反

6、應器系統。由于反應轉化率不可能達到100%，故原料要循環回反應器。2、采用一股氣相循環物流全流程有一個回到反應器去的循環物流。其流程圖見圖2. 3。3、在反應器入口處無需過量反應物 4、配置氣體壓縮機一臺反應在高壓下進行，需要一臺進料氣壓縮機。5、反應器采用預熱方式進料 6、通過改變反應器的停留時間來調節平衡轉化率。圖2.3 丁二烯制備丁二烯砜過程循環結構3.2流程的物料衡算初期物料衡算是基于所有有價值物流全部回收的假設，衡算結果將為用PRO/II作流程模擬提供初值。嚴格的物料衡算待確定分離系統的細節后由PRO川流程模擬結果給出。1.設計變量。將產物分布關聯為有限反應物的單程轉化率的函數，即設

7、計變量為丁二烯的單程轉化率。2.物料衡算。從圖2.3看到，所有進入該過程的丁二烯都轉化了（沒有丁二烯離開系統），這是基于丁二烯完全回收的假設，即忽略掉產品物流中有任何丁二烯的損失。當反應轉化率為X、反應選擇性為S、丁二烯砜產率為P 丁二烯砜時,該過程的丁二烯新鮮進料量 FFc4H6必須為FFc4H 6Pc 4H 6SO2s(2-1)第 5 頁(2-2)(2-3)令進入反應器的丁二烯流率為FC4H6，當轉化率是X時，離開反應器的丁二烯量是Fc4H6 (1-X)。對于完全回收的分離系統，離開反應器的流率將等于循環流率。在反應器前的混合器作一衡算，則有FFC4H6+ FC4H6 (1-X)= FC4

8、H6于是反應器的進料量為C4h6= FFC4H6/X4 分離系統4.1 分離序列的綜合選用探試法選擇簡單塔塔序。探試法的搜索速度一般比數學規劃法要高得多， 如果探試法則使用得當，不需要過多的計算便可迅速獲得接近最優的分離序列。Nadgir 和 Liu 提出的有序探試法，就是一種較好的分離序列綜合的探試法。Nadgir和Liu把探試法則分為四大類:分離方法探試（ M 探試）法則；設計探試（ D 探試）法則組分探試（S探試）法則; 組成探試（ C 探試）法則。這四類探試法則中包括如下探試法則，這些探試法則必須依次順序采用，不可顛倒:規則 1（M1 法則），盡量采用直接分離法（只用能量分離劑的分離方

9、法，如 普通精餾），避免采用間接分離法（需要用質量分離劑的分離方法）。但當關 鍵組分的相對揮發度（或分離系數）小于 1.051.10時，不推薦用普通精餾, 該采用質量分離劑，但分離劑應在下一個分離器中分離出來。規則 2（M2 法則），避免溫度和壓力過于偏離環境條件。如果必須偏離，也 寧可向高溫或高壓方向偏離，而盡量不向低溫、低壓方向偏離。如不個、得不 采用真空蒸餾，可以考慮用液液萃取來代替。如果需要冷凍，可以考慮吸收等 替代方案。規則 3（ D1 法則），傾向于產生的產品個數最少的分離序列，也就是避免分 離那些在同一目標產物組中的組分。規則 4（ S1 法則），優先分離具有腐蝕性或毒性的成分。

10、規則5 （S2法則），難于分離的組分最后分離。特別是關鍵組分的相對揮發度接近于 1.0時，應當在沒有非關鍵組分存在的條件下進行分離。規則 6（ C1 法則），在相對揮發度允許的條件下，進料組成最大的組分優先 分離。規則 7（C2 法則），在進料組分的組成相差不大，且相對揮發度允許的條件 下，傾向于將進料一分為二的分離，即將進料等摩爾地分成塔頂和塔底產品。若難以判斷哪一種分離最接近一分為二，則可以把易分離系數（CES）值最大的分離點優先分離。易分離系數定義如下:CES f(3-1)其中f為產品摩爾流率比，定義為D/B, DB/D, D(3-2)式中D塔頂出料摩爾流率;B塔底出料摩爾流率。式（3-

11、1）中為Tb(3-3)或 （1）100(3-4)為輕重關鍵組分相對揮發式（3-3）表示輕重關鍵組分間沸點差，式（3-4）中 度。易分離系數越大，表示輕、重關鍵組分越易被分離，所需分離費用一般也 較低。4.2分離系統的總體結構從反應器的操作條件（90 F , 150psia）下出來的液相混合物，溫度大約在 900F,經過換熱器進行間接升溫至 340 0F進入分離系統，再通過分別設計蒸汽回收系統和液體分離系統來實現相的最終分離。丁二烯制備丁二烯砜過程的分離系統總體結構如圖4.2.1所示: 根據PRO/II的模擬計算知，可采用兩個串聯的閃蒸器來分割反應器的出料，氣蒸汽分離系統相循環到反應器入口處和新

12、鮮進料混合，經過氣體壓縮機壓縮至150 psia477.40F,再經過換熱器降溫至90 0F進反應器。丁二烯制備丁二烯砜過程分離 系統的初步結構如圖4.2.2所示：循環去反應器圖4.2.2 丁二烯制備丁二烯砜過程分離系統的初步結構該分離系統可米用各種替代方案:1升高混合物的溫度或降低它的壓力，利用閃蒸器來實現相的分離。2 .升高混合物的溫度，采用精餾塔來分割物流。3 .升高混合物的溫度，采用穩定塔來分割物流。以上各種替代方案按照費用遞增的順序排列，故希望采用排列靠前的方案。5 丁二烯制備丁二烯砜過程的全流程模擬5.1 丁二烯制備丁二烯砜過程的全流程圖在以上分析的基礎上，可進行全流程的模擬，利用

13、PRO/II軟件進行模擬計算，其流程如圖5.1所示。新鮮進料第 17 頁圖5.1 丁二烯制備丁二烯砜過程的全流程圖5.2 丁二烯制備丁二烯砜過程的全流程經濟衡算521過程的經濟潛力以年操作時數8150小時為基準，過程的經濟潛力為:EP尹品的價值-原料費用-設備費用1. 原料及產品費用S02= 0.064$/mol, 丁 二烯=6.76$/mol，丁二烯砜=8.50$/mol2. 反應器的費用模型采用CSTR反應器，反應器的年均建設費可按下式計算:3150/f0.558 $/(ft3 a)3. 閃蒸器的費用模型一般閃蒸器的停留時間為15min左右(0.25h )，故閃蒸器的體積可按下式計算:V

14、0.25Qv 式中V是閃蒸器的體積(ft3), Qv是進入閃蒸器物流的體積流率(ft3/h)。取閃蒸器的L/D=1.5，貝U閃蒸器的直徑和長度為:14V 3D ()3 ; L=12D6在引入投資償還因子1/3后，閃蒸器的年度建設費用可按下式計算: 1(M&)101.9D1.066 H 0.802(2.18 Fc)3280在本設計中 M&S 取 792，Fc=3.67*1.0。4. 換熱器的費用模型換熱器的熱負荷均由PRO/II計算得到，換熱所需傳熱面積由下式計算:式中Qc為換熱器的熱負荷(Btu/h ft20F)，Uc為傳熱系數100Btu/h ft20F,ATm 是換熱器的對數溫差，Ac為換

15、熱器所需換熱面積(ft2)。在引入投資償還因子1/3后，換熱器的年度建設費用可按下式計算:1 M & S0 65-()101.3Ac(2.29 Fc)3280在本設計中M&S取792，當采用碳鋼制造的浮頭式換熱器時Fc=1.0。另外，換熱器的年度操作費用（消耗的冷卻水費用）可按下式計算:(鴿x總x* 8150式中冷卻水的價格為0.06$/1000gal， Tc是冷卻水的進出口溫差，年操作時數為8150小時。換熱器年度費用=換熱器年度建設費用+換熱器年度操作費用5. 壓縮機的費用模型對于初期設計，假定壓縮機效率為90%，壓縮機理論功率hp由PRO/II流程模擬結果給出，則制動馬力為bhp P 0

16、.9用Guthrie關聯式計算壓縮機的建設費用建設費鬻0.82517.5 bhp 2.11 Fc操作費用按壓縮機電機效率為90%和電費為0.035 $ / kWh計算年度操作費用0.0350.98150式中bhp單位為kW。5.2.2全流程經濟衡算、費用數據二氧化硫費用丁二烯砜價值冷卻水0.064 $ / kmol8. 50 $ / kmol1.427X 10 - 4 $ / kmol丁二烯費用 電價6.76$ / kmol0.035 $ / kWh設備費用估算價格指數M&S = 792 ,并引入投資償還因子1/3年，以便把建設費用置于年度的基準上。、經濟潛力估算以反應轉化率x = 0.4為例

17、1.原料二氧化硫費用=(0.064$/mol)(80 mol / h)(8150h/a) = 4.173 104 $/a 原料丁二烯費用=(6.76$/mol)(80 mol / h)(8150 h/a) = 4.408 106$/a 產品丁二烯砜價值=(8.50$/mol)(80 mol / h)(8150 h/a) = 5.542 106$/a2.反應器費用反應器進料體積流率 v0= 0.384 km3/h反應的速度常數 k=1.045 s-1 (T =90 0F)洼 1 0.957 o.4 0.95 =0.592 s g10- 4h反應器容積V = 0.065 m3反應器年度費用=315

18、0V,558 $/(ft3 a) X 35.315 ft3/ m3=2.420 104 $/a3 閃蒸器費用V 0.25Qv=0.25 X 0.307X 35.315=2.709 ft3式中V是閃蒸器的體積(ft3), Qv是進入閃蒸器物流的體積流率(ft3/h)。取閃蒸器的L/D=1.5，貝U閃蒸器的直徑和長度為:4V -D(廠)3=0.831 ftL=1.5D=1.247 ft閃蒸器的年度建設費用= 1(M & S)101.9d1.066 h 0.802 (2.18 Fc) X 2 3280=1.101 104$/a4 .換熱器費用AC90.328 103600 560 29.72 25.48m59.00ft建設費用=3(m&s280 )101.3Ac0.65(2.29Fc) X 3琛(101.3)590-65339 X