二异丙醚/异丙醇分离之萃取精馏与变压精馏的设计与控制
发布时间：2021-09-23 09:14
异丙醇和二异丙醚是非常重要的溶剂及精细化工原料。二异丙醚和异丙醇在常压下会形成最低共沸物,普通精馏不能有效的分离二者的混合物。本文采用以乙二醇单甲醚为萃取剂的萃取精馏（ED）以及变压精馏（PSD）两种方法分离二异丙醚-异丙醇共沸体系。借助化工流程模拟软件Aspen Plus对两种工艺流程进行严格的稳态模拟,提出了全局经济优化和局部经济优化二者相结合的优化方案,并建立优化迭代流程以获得经济最佳的工艺参数。完全热集成变压精馏工艺比萃取精馏工艺节约5.75%的费用投入和7.97%的能量消耗。针对两种工艺的经济最优工艺流程,借助化工动态模拟软件Aspen Dynamics建立不同的控制结构并且检验各自的动态控制性能。在完全热集成变压精馏最优稳态设计的基础上,提出了两种基于PI控制器的控制结构CS1和CS2。动态模拟结果表明,当系统引入扰动后,由于过程中高压塔存在压力效应,而且控温板温度稳定在设定值,导致二异丙醚产品纯度存在比较大的稳态余差。所以,在基本控制结构CS1的基础上引入QR1/F控制策略和压力补偿温度控制策略,设计出一种改进的控制结构CS2。从动态响应结果可以得到,针对相同的进料组成和...
【文章来源】：天津大学天津市 211工程院校 985工程院校 教育部直属院校
【文章页数】：74 页
【学位级别】：硕士
【部分图文】：
萃取精馏的流程
162.1.3 变压精馏工艺流程图2-3给出了变压精馏分离二异丙醚-异丙醇的工艺流程。图 2-3 变压精馏工艺流程Figure. 2-3 Distillation sequence of the PSD process.在本研究模拟过程中，设定循环流股 D2为撕裂流，模拟运算前，首先要通过质量守恒定律，估算循环物流的组成和流量，以降低流程收敛的难度，计算过程如下：高压塔 C1:1 D12D22B2D x Dx Bx（2-1）122D D B（2-2）低压塔 C2：F2 D21D11B1Fz Dx Dx Bx（2-3）211F D D B（2-4）整个流程：12F B B（2-5） = 1 1+ 2 2（2-6）由以上式子可以推出：()()()()12211221BBDDBFDBxxxxxzxxDF （2-7）221221DBDBxxxxDD （2-8）因为塔釜产品 B1和 B2分别为 99.5wt%的二异丙醚和异丙醇产品，因此可近似认为 xB1=1,xB2=0，公式（2-7）和公式（2-8）可以简化为：21211DD
NT218 20 22 20 20 20ID1(m) 1.82 1.815 1.81 1.809 1.821 1.83ID2(m) 1.626 1.619 1.614 1.612 1.627 1.638QR1(kW) 3018.24 2995.3 2978.9 2977.2 3016.26 3045.64QR2(kW) 1631.1 1612.8 1599.74 1598.48 1629.27 1652.19TAC($106/annum) 1.93465 1.93402 1.93676 1.93689 1.93257 1.93565优化后的最佳工艺流程图如图 2-5 所示。从图中可以看出对于高压塔：第13 块板为循环物流进料位，第 6 块板为新鲜物流进料位，总理论板数为 38，塔径为 1.8m，操作压力为 1000 kPa，回流比为 1.05，再沸器热负荷为2785.80kW，冷凝器热负荷为 1299.40kW，塔釜采出量为 75.57kmol/h。对于低压塔：第13 块板为物流进料位置，总理论板数为 18，塔径为 1.51m，操作压力为 100 kPa，回流比为 2，再沸器热负荷为1299.40 kW，冷凝器热负荷为 1980.90 kW，塔釜采出量为 24.43kmol/h。此时两塔之间的循环物流流量为 77.68kmol/h。
【参考文献】：
期刊论文
[1]解析异丙醇及其生产技术的比较[J]. 闫金伟,于阳. 中国石油和化工标准与质量. 2014(11)
[2]萃取精馏技术研究进展[J]. 赵晶莹,杨玉和,杨忠华,于部伟. 化工科技市场. 2009(09)
[3]加盐萃取精馏的研究进展[J]. 董红星,刘剑,裴健. 化工时刊. 2004(05)
[4]加盐萃取精馏制取无水乙醇的过程模拟[J]. 曹亚光,周荣琪,段占庭. 计算机与应用化学. 2003(Z1)
[5]萃取精馏溶剂选择的研究进展[J]. 宋海华,孙伟,王秀丽,王明涛. 化学工业与工程. 2002(01)
本文编号：3405444
【文章来源】：天津大学天津市 211工程院校 985工程院校 教育部直属院校
【文章页数】：74 页
【学位级别】：硕士
【部分图文】：
萃取精馏的流程
162.1.3 变压精馏工艺流程图2-3给出了变压精馏分离二异丙醚-异丙醇的工艺流程。图 2-3 变压精馏工艺流程Figure. 2-3 Distillation sequence of the PSD process.在本研究模拟过程中，设定循环流股 D2为撕裂流，模拟运算前，首先要通过质量守恒定律，估算循环物流的组成和流量，以降低流程收敛的难度，计算过程如下：高压塔 C1:1 D12D22B2D x Dx Bx（2-1）122D D B（2-2）低压塔 C2：F2 D21D11B1Fz Dx Dx Bx（2-3）211F D D B（2-4）整个流程：12F B B（2-5） = 1 1+ 2 2（2-6）由以上式子可以推出：()()()()12211221BBDDBFDBxxxxxzxxDF （2-7）221221DBDBxxxxDD （2-8）因为塔釜产品 B1和 B2分别为 99.5wt%的二异丙醚和异丙醇产品，因此可近似认为 xB1=1,xB2=0，公式（2-7）和公式（2-8）可以简化为：21211DD
NT218 20 22 20 20 20ID1(m) 1.82 1.815 1.81 1.809 1.821 1.83ID2(m) 1.626 1.619 1.614 1.612 1.627 1.638QR1(kW) 3018.24 2995.3 2978.9 2977.2 3016.26 3045.64QR2(kW) 1631.1 1612.8 1599.74 1598.48 1629.27 1652.19TAC($106/annum) 1.93465 1.93402 1.93676 1.93689 1.93257 1.93565优化后的最佳工艺流程图如图 2-5 所示。从图中可以看出对于高压塔：第13 块板为循环物流进料位，第 6 块板为新鲜物流进料位，总理论板数为 38，塔径为 1.8m，操作压力为 1000 kPa，回流比为 1.05，再沸器热负荷为2785.80kW，冷凝器热负荷为 1299.40kW，塔釜采出量为 75.57kmol/h。对于低压塔：第13 块板为物流进料位置，总理论板数为 18，塔径为 1.51m，操作压力为 100 kPa，回流比为 2，再沸器热负荷为1299.40 kW，冷凝器热负荷为 1980.90 kW，塔釜采出量为 24.43kmol/h。此时两塔之间的循环物流流量为 77.68kmol/h。
【参考文献】：
期刊论文
[1]解析异丙醇及其生产技术的比较[J]. 闫金伟,于阳. 中国石油和化工标准与质量. 2014(11)
[2]萃取精馏技术研究进展[J]. 赵晶莹,杨玉和,杨忠华,于部伟. 化工科技市场. 2009(09)
[3]加盐萃取精馏的研究进展[J]. 董红星,刘剑,裴健. 化工时刊. 2004(05)
[4]加盐萃取精馏制取无水乙醇的过程模拟[J]. 曹亚光,周荣琪,段占庭. 计算机与应用化学. 2003(Z1)
[5]萃取精馏溶剂选择的研究进展[J]. 宋海华,孙伟,王秀丽,王明涛. 化学工业与工程. 2002(01)
本文编号：3405444
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