K.K苯加氢系统萃取精馏单元的模拟3
4
嫌
料 与 化 工
F e & C e c P c se
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h mi目 r ess
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No . 0 6
v20
Vo. 7 No 6
l3
炼焦化学产品的回收与深加工技术
K K苯加氢系统萃取精馏单元的模拟
.
方志民 郑胜华
(
宝山钢铁股份有限公司化工分公司,上海204)
092
摘 要:
应用Ap P 流程模拟软件,
s el
nu
s
建立了KK苯加氢系统萃取精馏单元的计算模型。对宝钢K K苯加氢
.
.
装置的操作工况进行了模拟计算,并利用模型对生产装置进行了分析。...
3
4
嫌
料 与 化 工
F e & C e c P c se
ul
h mi目 r ess
o
No . 0 6
v20
Vo. 7 No 6
l3
炼焦化学产品的回收与深加工技术
K K苯加氢系统萃取精馏单元的模拟
.
方志民 郑胜华
(
宝山钢铁股份有限公司化工分公司,上海204)
092
摘 要:
应用Ap P 流程模拟软件,
s el
nu
s
建立了KK苯加氢系统萃取精馏单元的计算模型。对宝钢K K苯加氢
.
.
装置的操作工况进行了模拟计算,并利用模型对生产装置进行了
。模拟结果与生产数据相吻合,
明所建立
的模型能够用于工程
和指导生产。
关键词:K K苯加氢 萃取精馏 N一
.
甲酞吗琳
中图分类号: Q2.3
T 526
文献标识码:
^
文章编号:10 一 79( 0) 03 一 4
01 30 2 6 肠一 04 0
0
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随着我国环保政策日
益严格以及合成工业对苯
纯度要求的提高,
从焦化粗苯中回收苯的工艺将逐
渐被中温加氢工艺( K K苯加氢)
如.
所取代。以
和文献数据进行了N一
甲酞吗琳的U A 参数拟
MF C
合,
张斌等「
3 sp P H. 的
,
应用A e l
n u 1 基团贡献法产
s
生了汽液相平衡数据并建立了 N M抽提蒸馏的模
F
型,
这些工作推动了流程软件对 N一
甲酞吗琳芳烃
N一 酞吗琳做萃取剂,
甲
应用萃取精馏的方法来脱
除芳烃中所含微量的环戊烷、环己烷、庚烷和甲基
环己烷等非芳烃杂质是 K K苯加氢工艺的核心之
.
萃取精馏的模拟。在Ap P l. 软件新增的
s el Z 1
nu
s
数据库 P R 2
U E 中,已经包含有 N一
1
甲酞吗琳组分
并定义了U A 官能团和烷烃、芳烃官能团之间
MF C
的交互参数,
从而对萃取精馏单元的模拟可以更加
快捷和方便。
对于萃取精馏系统的模拟计算,
早期的模拟软
件中往往缺少 N一
甲酸吗琳、苯和烷烃三元体系的
交互作用参数,对该系统难以进行准确模拟。所以
国内外不少科研人员进行了相关体系汽液平衡的研
究,
并用基团贡献法进行参数拟合后对萃取精馏塔
进行了模拟计算。郑英娥等川
研究了N一
甲酞吗琳
一
烷烃 一
芳烃汽液平衡,
胡文励等‘
2
,
利用实测数据
收稿日
期: 0 一 一
20 0 1
679
作者简介:
方志民( 一 ,
1
%4 ) 男,高级工程师
本文以 Ae l l 1
pnP s . 流程模拟软件为工
s
uZ
具 ,直接应用软件中内置的模型和丰富的物性数
据,
对萃取精馏单元进行了模拟计算并对操作进行
了分析,
结果表明,
所建立的模型和计算结果可用
于指导工程设计和生产的工艺优化。
20
年 1 月
06 1
第 3 卷第6
7
期
燃
料 与 化 工
F e & C mia P e ss
u
l
e
hc
l mc 3e
1 萃取精馏工艺流程简介
宝钢化工分公司的K K苯加氢装置是上世纪
.
9 年代后期从德国引进的,
0
其萃取精馏系统的流
程见图 1
。经预蒸馏塔脱除二甲苯等高沸点馏分的
苯和甲
苯馏分,
从萃取精馏塔的下部加人,
萃取剂
从该塔的中上部加人,
塔顶采出非芳烃,
其中含有
少量芳烃和微量萃取剂,
芳烃及萃取剂从塔底采出
被送到溶剂回收塔中解析。溶剂回收塔采用减压蒸
馏操作,
芳烃从富溶剂中解析后从塔顶采出,
进人
苯甲苯分离塔,经解析后的贫溶剂经一系列换热器
进行热量回收后送入萃取精馏塔循环使用。苯甲苯
分离塔也采用减压操作,塔顶得到高纯度的苯(
>
9.%) 塔底采出甲
9,
苯。
萃取精馏塔
补充溶拍
工艺优化时需要对该塔板进行三相精馏的检查,以
保证流人萃取精馏段的是含较高比重碳氢化合物的
N一
甲酞吗琳相。
根据以上的分析,
建立了萃取精馏塔的模型并
进行了
模拟计算。将得到的塔顶塔底采出液中各组
分的质量百分数与生产分析值相比
较,
主要芳香烃
组分苯和甲苯的模拟计算结果与现场数据的误差在
3
%范围内,而己烷、环己烷、甲基环己烷、庚烷
等主要非芳香烃组分的模拟计算结果与现场生产数
据的误差均小于5
%。特别是对于塔顶采出液中的
微量 N一
甲酞吗琳夹带情况,
该模型的计算结果也
与生产数据较一致,
生产值为02pm 而模拟结
.2 ,
果为03pm
.2 。同时
将模拟计算得到的
塔板温度、
压力等工艺数据和现场的 D S
C 数据进行了对比,
模拟值与实际值的误差也在 5
%以内。由此可见,
所建立模型的模拟值与实际值吻合较好。
212 灵敏板位置分析
..
架维国等[
介绍了应用稳态模拟法求取精馏塔
l
4
溶荆回收塔 苯甲苯分离塔
灵敏 方法,
板的
刘成军等’
5
,
介绍了
应用Ap P
s el
nu
s
92
. 进行精馏塔灵敏板的求取方法。二者所介绍的
方法思想大致相同,
都是先选择塔的基本负荷,
然
后在土 %以内
0
1
改变基本负荷,
观察塔板温度分布
情况,
温度变化相对敏感的塔板可初步确定为灵敏
板。但是由于萃取精馏塔较常规精馏塔复杂,
直接
应用文献中的方法改变负荷时,
软件在进行输人检
查时会出现错误,
不再计算。原因是萃取精馏塔是
一个热平衡型控制塔,而塔顶采出相当少,
当只改
变塔底再沸器负荷时,
平衡蒸汽量会发生显著的变
化,
塔的热平衡被破坏而无法计算。
为了维持塔的热平衡以确保软件能进行计算,
在改变塔底再沸器负荷时,适当改变了萃取剂的进
料温度,从而得到了不同负荷时塔板温度分布曲
图 1 萃取精馏工艺流程简图
2 流程模拟计算
21 萃取精馏塔的模拟
.
211 模型的建立
..
在应用Ap P s . 软件建立萃取精馏塔
n u 1 1
se l 2
的模型时,
要注意 3
个问
:
( 在进行组分定义时,
)
1
一定要在搜索数据库
中包含数据库 P R 1,
U 2 否则将找不到N一
E
甲酞吗
琳组分 ;
( 物性方程须选择 U A 方程,如果要选
)
2
MF C
用其他的物性方程,由于软件中还缺少各组分之间
的二元交互作用参数,
模拟结果与实际情况偏差较
大,
所以必须先应用U A 方法估计出所选方程
MF C
的二元交互作用参数,
或者利用汽液平衡数据,
再
应用软件中的数据拟合功能进行回归;
( 萃取精馏塔实际上相当于2
)
3
个塔的叠加,
其上部是溶剂回收段,下部是萃取精馏段,
在这两
段之间设置了一个带有加热盘管的单泡罩塔板。由
于在单泡罩塔板上可能会形成2
个液相,
所以进行
线,
见图2
0
从图2
可以看出,
位于萃取剂进料板和芳香烃
进料板之间的塔板,
对温度变化相对敏感,
特别是
萃取剂进料板下面的第 5
块板附近。同时考虑到萃
取剂进料温度变化对塔的热平衡影响较大,
灵敏板
应选在萃取剂进料板以下第 5
块左右。
22 溶剂回收塔的模拟
.
221 模型的建立
..
设计时,为了回收贫液的热量,该塔设置了 1
个中间再沸器,同时从能源成本考虑,塔底采用了
燃
料 与 化 工
F e & C e ia P es
ul
h m c mc se
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N v2 0
o. 0 6
V l3 o 6
o. 7N .
2
个再沸器,一个用 16 P 蒸汽做热源,另一个
.M
a
196
194
192
护
\
侧
蛆
簇
契
用4 P 蒸汽。在建立模型时要设置2
Ma
个再沸器来
模拟,
否则模拟计算的结果与实际生产的工艺数据
和分析数据有所差别,特别是不能反映出塔顶馏分
190
18
186
184
182
180
N M:9 .
F
95
02
.5
02
。5
中N一
甲酞吗琳的微量夹带情况。
60
尸
\
侧
蛆
撼
蜘
40
20
0
『.
1
33 3 3 3 4 4 4
02 4 6 8 0 2
4
6
压力/ P
k
a
图 3 贫液泡点温度与压力关系图
9
 ̄
一、
0
3
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02
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0
4
0
5
0
)
(
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7
0
塔板层数
护
1
,
9
O
\
侧
妈
}.
1
图 2 不同再沸器负荷时塔板温度分布图
簇
Q
U
)
lf
将所建立的溶剂回收塔模型的模拟值与实际生
产数据进行了比
较,
结果显示,
塔顶塔底采出中,
除塔 顶 N一
甲酞 吗琳相 差较 大外 ( 产值 为
生
契
‘.
1
O6
n
,L
7
5
094
8
.
02 m 而
.1 , 模拟值为0 2 p) 其余各组分的
即
. 5 m,
3p
质量百分数误差不超过 3
%,同时塔板温度、压力
等工艺数据的模拟值与现场 D S
C 数据间的误差也
在3
%以内。由此可见,所建立的模型准确、可
靠。
098
.8
092
9
0 96
9
N M质量分数
F
图4
贫液泡点温度与组成关系图
从这 3
个塔的
模拟结果可以
看出,
应用Ap
se
n
222 塔底温度设定分析
..
为了得到高质量的贫液,实际操作中,
需要控
制解析塔塔底温度以保证一定的蒸发量,
但是该温
度是一定组成和压力下的贫液泡点温度,随塔操作
压力和贫液中 N M
F 、苯和甲苯含量 的变化而变
选择 U F C
I
NA 物
性方程 ,并结合具体的工艺特点 就可以在软件中
较方便、准确地建立苯加氢系统中芳烃萃取精馏生
产单元的计算模型。
P u 1 . 软件中内置的单元模块
ls 2 1
3 结论
化,当该温度控制过高时,由于需要汽化大量的
N一
甲酞吗琳,
所以会浪费一定的热能,而当该温
度控制过低时,不能保证贫液的质量,
会影响萃取
精馏塔的操作和最终产品质量。图3
和图4
反映了
贫液泡点温度随压力和组成的变化关系。
( 利用Ae l 1 1
p P s . 中内置的单元模块
)
1
sn
u2
和数据库中的物性参数,
结合现场生产装置的特
点,
建立了萃取精馏单元的
模拟模型,
计算结果与
生产现场的D S
C 数据和化验分析数据一致,
模型
可靠,可用于指导生产工艺的优化和设计计算。
( 萃取精馏塔的萃取剂进料温度对溶剂回收
)
2
段和萃取精馏段的热平衡影响较大,
该塔灵敏板应
设置在萃取剂进料板附近;而且当萃取剂进料温度
波动时,为了维持塔的热平衡,
需要对该塔加热蒸
汽量提前进行调节。
23 苯和甲苯分离塔的模拟
.
该塔属于常规的精馏塔,
并没有特别需要注意
的地方,
其模拟计算相对较简单。由于该塔所分离
的物料只涉及到烃类组分,
所以其物性计算方法也
可以选择 S K方程、P
R
R方程等,虽然选用不同的
方程时,
对苯和甲苯产品中各组分百分数的计算结
果有差异 ,但与实际生产值的误差都不会超过
5 本文计算时采用的是 U A 方程。
%,
MF C
( 溶剂回收塔塔底温度控制关系到贫液质量
)
3
和操作能耗,
但是该温度受诸如压力、组成等因素
的综合影响,
实际操作中应该根据这些条件的变化
06
20
年 1 月
第 3 卷 第6
7
期
F e & C e j目 P 沈se
u
l
h 功 c r ss
o
嫩料与化工
洗油蒸馏模拟计算在设计中的应用
姜秋孙虹
(
中冶焦耐工程技术有限公司,
鞍山1 02
1 0)
4
摘 要:
通过对洗油蒸馏装置的模拟计算,
确定了
初馏塔和精馏塔的主要工艺设计参数。用 1
套双炉双塔蒸馏装
置分别加工甲
基蔡油和洗油,可以生产工业甲
基禁和造馏分,
并能大大节省工程的一次性投资。对正在生产的蒸
馏装置,
通过模拟计算可以调整产品的产量和质量。
关键词:
洗油蒸馏 模拟计算 工艺设计
中图分类号: Q2.3
T526
文献标识码:
A
文章编号: 01 30 2 6 0 一 07 0
10 一 79( ) 03 一 4
)
X
(6
A P ct no A a gC l a o f Wah0I i l o nD s
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m e e,
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工业甲基蔡主要由a 甲基蔡和 p 甲
一
一 基茶组
成,
可广泛应用于印染、
农业和医药等行业。洗油
中的另一种主要组分危主要用于制取 1 一
、8 蔡二
甲
酸配和危烯树脂,
也可用作塑料和农药的原料。
因此许多规模较大的焦油加工厂都已经或准备对洗
油进行深加工以提高经济效益。而用 1
套双炉双塔
蒸馏装置分别加工由
工业蔡精馏塔底切取的甲基蔡
收稿日 2肠 一 一
期: 0 0 3
70
作者简介 :姜秋(9 一 , ,
16 ) 女 高级工程师
. J卜 . 伪 皿一 - 书
州
日韶
肠 份」
-
.召
一门 . .州卜 翻 舰 门 十 . 份州 翻 肠 价确 书
卜j -
卜
踌翻
一祖」
油和焦油馏分塔侧线切取的洗油,能够大大节省工
程的一次性投资,
创造更大的经济效益。本文通过
数学模拟计算,
得到初馏塔和精馏塔塔顶采出率、
回流比
及塔板层数的设计值。
1 模拟计算
11 蒸馏塔模型
.
.- 份 翻 . .书 . 肠 门 」 书
.
勺
杏
价 ..
-. 翻 . 」 份 . 份- 卜. 翻 . 甲
卜
召
- 卜. 劝 份. 一.书 月 州 . . 书卜 卜 . 召 -
书
卜卜
」
卜 卜」卜. 」 - 卜 日 . 门 . .-
卜 . 刁 尸 卜」
卜
进行准确的模拟计算来对该温度进行合理的设定。
参考文献
【 郑英娥,
1
蔡锐等 . 甲酞吗琳 一
N一
烷烃 -
芳烃间汽液平衡的研
究.
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王晓东 . 甲酞吗琳的 U I C
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N一
化工
设计, 0 ,1() 8
5 52:
20
【]
4 架维国,高维平等 .
稳态模拟法求取精馏塔灵敏板的途径 .
化
1设计, ( ,1() 8
02 22 :1
2
)
【 刘成军,
1
5
刘登峰等.
精馏控制系统中灵敏板的求取 .
石油与天
然气化1,1 , 63:19
97 2() 7
9
甘李军 编辑
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