S24 (干溶剂 ) S25 (贫溶剂 ) S22 含量 (气相 ) (m % ) MAN 01015 010164 010128 DBPT 010028 010028 010028 S23 含量 (液相 ) (m % ) MAN 16106 1610689 1610689 DBPT 80189 8018805 8018868
设计值
6811 72 12813 111
模拟值
010094 01015 13154 16106
设计值
010079 0102 1316 16103
模拟值
01002 010028 84118 80189
设计值
010026 0101 85112 82104
S12 (气相 ) S22 (气相 ) S13 (液相 ) S23 (液相 )
2008, 18 ( 1 )
张伏生等 顺酐装置溶剂吸收塔方案的模拟及分析 表 2 方案 1 干溶剂流量对吸收效果的影响
13
S14 (干溶剂 )
S15 (贫溶剂 )
S12 含量 (气相 ) (m % ) MAN 010094 010102 010087 DBPT 010020 010020 010020
图 5 塔顶 3 块塔板中气相 MAN 含量与 理论板数的关系曲线
吸收 效 果 的 绝 对 影 响 并 不 显 著 , 考 虑 到 采 用
DI B E 作为吸收剂后 , 回收处理工序需要碱洗和
水洗两道工序 , 而添加碱性物有形成不易控制的 易爆聚合物的潜在危险 , 所以此两种方案均采用 不需碱洗的 DB PT作为吸收剂 。
1 模拟计算原理
( 1 ) 顺酐混合气 - 邻苯二甲酸二正丁酯体
两种方案均采用邻苯二甲酸二正丁酯 ( D ib2 utyl Phthalate, 简称 DB PT ) 作为吸收剂 。可以 作为替代的是邻苯二甲酸二异丁酯 ( D iisobutyl Phthalate, 简称 D I B E ) , 此时回收工段需增加碱 洗工序
N i = 4C + 11
e
气体 ( S21 ) 被冷却至 133 ℃进入吸收塔底部 ; ② 来自溶剂处理工序的干溶剂 ( S24 ) 与来自解 吸工序的贫溶剂 ( S25 ) 混合后进入吸收塔顶 部; ③ 塔底液相出料 ( S23 ) 的一部分经加压冷 却后与来自解吸回收部分的富溶剂 ( S26 ) 混合 后返回吸收塔中部 ; ④ 气相出料 ( S22 ) 由塔顶 采出 , 见图 2。
顺丁烯二酸酐 (M aleic Anhydride ) 简称顺 酐或 MAN , 又名马来酸酐或失水苹果酸酐 , 为 无色结晶 , 有强刺激气味 , 是生产不饱和聚酯及 有机合成的原料 。 本文应用 Hysys version311 模 拟计 算软件 , 对 20kt/ a 的顺酐装置采用两种溶剂吸收技术的 吸收塔方案进行模拟与分析 。通过确定吸收塔的 数学模型 , 对两种吸收塔方案进行初步比较与分 析 , 为顺酐溶剂吸收技术的选择与开发提供参考 和依据 。
e NV = 4 ( C + 2)
此塔设计变量由以下组成 : ①3 股进料确定
3C + 6 个设计变量 ; ②10 层塔板的压力确定 10
个设计变量 。总计为 :
u N i = ( 3C + 6 )
= 4C + 8
+ 10
3 结果与讨论
311 模拟结果与设计值的比较
图 3 简单平衡级
平衡级中的约束方程包括 C 个气液平衡方 程 、 C 个物料平衡方程 、 1 个压力平衡方程 、 1 个温度平衡方程和 1 个热量平衡方程 , 总约束方 程数为 :
313 干 /贫溶剂流量的影响
用 于 吸 收 的 溶 剂 基 本 是 由 干 溶 剂 ( S14、 S24 ) 和贫溶剂 ( S15、 S25 ) 组成的 , 干溶剂为 来自解吸工序的贫溶剂经过溶剂处理后得到的 , 基本为纯 DB PT。与贫溶剂相比 , 主要除去了马 来酸和富马酸 。 将送往溶剂处理系统的贫溶剂的量上下变化 20% , 观察对吸收效果的影响 , 见表 2 和表 3。 通过表 2 和表 3 可知 : ( 1 ) 改变溶剂中干溶剂所占比例会对吸收 效果产生一定的影响 , 即当加入的溶剂总量不变 的前提下 , 干溶剂比例的上升可以使塔顶气相中 的 MAN 含量下降 , 两个方案分别由 010094% 、 01015%下降到 010087% 、 010128% ; 而干溶剂 比例的减小则可使相应的含量增加 , 两个方案分 别上升到 010102% 、 010164% 。 ( 2 ) 增加干溶剂比例会加大溶剂处理系统 的负荷 , 而对吸收效果没有显著的影响 。所以通
方案 2 为 43 t/ h ) , 所以塔的液相负荷更小 , 进而 可以减小设备尺寸 , 以及减少循环泵的投资和能 耗 , 能有效节省设备投资和操作费用 ; ③ 在方案 2 中 , 塔顶气相出料中 MAN 的含量要比方案 1 的值大 , 表明同样产能下 , 方案 2 的损耗要更大 些; ④ 方案 2 中的干溶剂用量较大 , 会造成溶剂 处理系统负荷较高 , 增大溶剂处理成本 。
[2]
系 (MAN - DB PT) 以及顺酐混合气 - 邻苯二甲 酸二异丁酯体系 (MAN - D I B E ) 均为极性物质 所形成的体系 。对于此类体系通常采用双模型方 法来处理 , 即用状态方程来预测气相逸度 , 用基 [1] 于超额性质的活度系数模型来预测液相活度 。 ( 2 ) UN I QUAC 方程应用 W ilson 提出的局部 组成概念 , 由于其初级浓度变量是表面积分率而 不是分子分率 , 所以可以应用于分子大小和形状 极不相同的体系 。 ( 3 ) 由于吸收塔内的压力并不是很高 , 气 相体系可以选用理想气体定律来模拟 。 ( 4 ) 对于 MAN - D I B E 体系 , 由于 Hysys数 据库中的数据与实际情况存在一定的偏差 , 所以 通过使用 UN IFAC 基团贡献法建立虚拟组分替代 DI B E。
NC = C + C + 1 + 1 + 1 = 2C + 3
e
模拟结果与装置的设计值的比较见表 1。 由表 1 可见 : ① 模拟值与设计值基本吻合 , 说明本文研究的模拟模型充分考虑了分离过程的 各种因素 , 模拟结果可靠 , 具有较强的可应用 性; ② 两种方案相比 , 方案 2 的塔底液相出料中 MAN 的含量较大 , DB PT含量相对较少 , 表明此 方案在相同产能的情况下 , 所需吸收剂的量要 小 , 同时考虑到方案 2 塔中液相循环量与方案 1 相比要小得多 (方案 1 最大循环量为 350 t/ h, 而
此种平衡级在 N (N ≥2 ) 级串连的情况下 , 设计变量为 :
N i = 2C + 4 +N
e
在平衡级中除了上述 4 股物流外 , 还有 1 股 进料的情况下 , 该平衡级的设计变量为 :
N i = 3C + 7
e
图 1 方案 1 示意图
在增加 2 股进料 , 并具有另 2 股液相采出的 情况下 , 该平衡级的设计变量为 :
S13 含量 (液相 ) (m % ) MAN 13154 1315632 131497 DBPT 84118 8411395 8412077
流量 ( kg / h)
2949 235912 353812
流量 ( kg / h)
11000 11594178 10405122
表 3 方案 2 干溶剂流量对吸收效果的效果
。
21112 吸收塔设计方案 ( 1 ) 方案 1: ① 来自氧化反应器的反应产出
气体 ( S11 ) 被冷却至 170 ℃ 送入吸收塔上部吸 收区 的 底 部 ; ②来 自 溶 剂 处 理 工 序 的 干 溶 剂 ( S14 ) 、解吸工序的贫溶剂 ( S15 ) 、解吸回收部 分的富溶剂 ( S16 ) 从上至下分别进入吸收塔吸 收区 ; ③ 在吸收区分别采出两股物流分为三股 , 经加压换热后 , 其中两股进入吸收塔吸收区 , 另 一股进入吸收塔下部的汽提区 ; ④ 汽提区下部通 入 136 ℃ 的热空气 ( S17 ) 用于除去塔底液相出 料 ( S13 ) 中的水 ; ⑤气相出料 ( S12 ) 由塔顶 采出 , 见图 1。 ( 2 ) 方案 2: ① 来自氧化反应器的反应产出
图 4 塔液相 MAN 含量与理论板数的关系曲线
由图 4 和图 5 可以看出 : ( 1 ) 由于 D I B E 具有更好的吸收能力 , 采 用 DI B E 作为吸收剂后 , 模拟结果表明方案 1 中
MAN 的塔顶气相中的损失量降低了 511% , 而方
案 2 中相应会降低 4614% , 同时溶剂 D I B E 的损 失与使用 DB PT相比也会有一定的减少 。相对来 说 , 吸收剂的改变对方案 2 的改善相对更明显一 些。 ( 2 ) 在两种方案中 , 塔顶溶剂和 MAN 的绝 对损失量都很小 , 使用 D I B E 代替 DBPT对提高
因此 , 该平衡级的设计变量为 :
12
CHEM ICAL ENG INEER ING D ES IGN 表 1 两种方案模拟值与设计值的比较
物流 温度 ( ℃) 模拟值
72 75 12214 10618 MAN 含量 (m % )
化工设计 2008, 18 ( 1 )
DBPT含量 (m % )
312 吸收剂的影响
在过去的分析中 , 表明在设计较简单的吸收 塔方案中 , 采用 D I B E 比 DB PT的吸收效果更佳 [4] 。在此两个设计方案中 , 使用 D I B E 代替 DB 2 PT作为吸收剂得出模拟结果 , 并将在两种方案 中采用不同吸收剂的吸收效果加以比较 , 见图 4 和图 5。
u N i = ( 5C + 10 )
+ 12 + 9 = 5C + 31