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《天然气化工》2019,(5):87-92
采用Aspen Plus软件对异丙醚-异丙醇共沸物进行了变压精馏过程模拟。低压塔压力设定为六盘水地区大气压85kPa,高压塔压力设定为300kPa。以年度总费用TAC最小为依据,对各项设计变量如理论塔板数、回流比和进料位置等进行了优化。结果表明,在异丙醚-异丙醇混合物处理量为100kmol/h,摩尔分数异丙醚为20%,异丙醇为80%时,采用变压精馏可以使异丙醚和异丙醇产品纯度均达到99.9%。在此基础上,通过调节两塔的回流比,进行了完全热集成工艺设计。相比无热集成工艺,完全热集成工艺的设备投资和操作费用均明显降低,TAC节约了27.64%。结果表明完全热集成变压精馏工艺可以有效分离异丙醚—异丙醇共沸物,且经济上更合理,为高海拔地区此类共沸物的分离提供一些技术参考。 相似文献
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《石油化工》2015,44(6):663
采用Aspen软件及修正的Wilson模型模拟了压力对乙酸异丙酯-异丙醇物系共沸组成的影响,提出该物系基于热集成的变压精馏工艺。在此基础上,研究了系统能耗随变压精馏工艺两塔压力组合的变化趋势,优化了理论塔板数、进料位置、回流比等操作参数。模拟结果表明,高压塔操作压力为0.60 MPa、减压塔操作压力为0.02 MPa时,热集成系统能耗利用最合理。该压力条件下变压精馏工艺的最优理论塔板数为高压塔26块、减压塔38块;最优进料位置为高压塔第15块理论塔板、减压塔第10块理论塔板;基于热集成工艺的最优回流比为高压塔1.0,减压塔2.0。热集成变压精馏工艺可节能28.5%。 相似文献
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对亚高原地区乙酸乙酯-乙醇共沸物进行了变压精馏分离工艺(PSD)模拟,低压塔压力设定为云贵高原地区的大气压0.85 atm,高压塔压力设定为3 atm。以年度总费用TAC最小为依据,对各项设计变量如理论塔板数、回流比和进料位置等进行了优化,在此基础上,本文又进行了部分热集成变压精馏(PHIPSD)和完全热集成变压精馏(FHIPSD)的工艺设计。结果表明热集成工艺需要更低的设备成本和能耗成本,相比无热集成工艺,部分热集成变压精馏(PHIPSD)和完全热集成变压精馏(FHIPSD)的年度总费用TAC分别节省27.82 %和28.89 %,完全热集成变压精馏工艺可以有效分离乙酸乙酯—乙醇共沸物,且经济上更合理,本文的研究内容为亚高原地区此类共沸物的分离提供一些技术参考。 相似文献
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碳酸二甲酯与甲醇形成的共沸物是一种难以分离的物系,采用Wilson热力学模型,通过Aspen Plus流程模拟软件对变压精馏分离碳酸二甲酯-甲醇共沸物的工艺进行稳态模拟优化,优化后的结果为:常压塔(0.1 MPa)实际塔板数为25,进料板位置为5,回流比为1.4;加压塔(1MPa)实际塔板数为34,进料板位置为27,回流比为1.2。优化后碳酸二甲酯与甲醇的回收率均为99.99%。 相似文献
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采用双效变压精馏工艺分离甲苯-正丁醇的模拟 总被引:4,自引:1,他引:3
采用双效变压精馏工艺流程分离甲苯-正丁醇物系。利用Aspen Plus化工模拟软件,以分离过程能耗最低为目标函数、甲苯和正丁醇纯度为约束变量,对双效变压精馏工艺流程进行了优化计算。模拟结果表明,采用负压和常压双效变压精馏工艺可以实现甲苯-正丁醇物系的高纯度分离,即负压塔的优化操作参数为:塔压20.0 kPa、理论塔板数26块、进料板为第12块塔板、回流比1.1;常压塔的优化操作参数为:塔压102.0 kPa、理论塔板数32块、进料板为第14块塔板、回流比3.2。计算结果表明,与两塔采用外界蒸汽供热的方式相比,采用常压塔塔顶汽相潜热为负压塔塔底再沸器供热可节能约42.3%。 相似文献
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《石油化工》2018,(11)
根据正丁醇-氯苯在不同压力下共沸组成变化较大的特点,采用变压精馏对正丁醇-氯苯共沸体系进行高纯度分离。利用化工流程模拟软件对变压精馏流程进行稳态优化模拟计算,以NRTL方程作为物性计算模型,以再沸器总热负荷最低为优化目标,对理论板数、进料位置和回流比等参数进行优化,得到变压精馏分离正丁醇-氯苯体系最佳操作参数。采用完全热集成变压精馏工艺进行节能,即利用高压塔塔顶气相潜热作为常压塔再沸器热源。模拟结果表明,利用完全热集成变压精馏冷凝器和再沸器热负荷分别节能38.88%和35.38%,同时可得到99.96%(w)的正丁醇和99.98%(w)的氯苯产品。完全热集成变压精馏是一种高效节能的分离正丁醇和氯苯共沸物的方法。 相似文献