反应精馏分解过氧化氢异丙苯的工艺设计及经济优化

doi:10.12422/j.issn.1672-6952.2023.05.001

反应精馏分解过氧化氢异丙苯的工艺设计及经济优化

刘亲浓^,, 易争明^,, 颜大维, 艾秋红

湘潭大学化工学院，湖南湘潭 411100

Process Design and Economic Optimization for the Decomposition of Isopropylbenzene Peroxide by Reactive Distillation

Qinnong LIU^,, Zhengming YI^,, Dawei YAN, Qiuhong AI

College of Chemical Engineering，Xiangtan University，Xiangtan Hunan 411100，China

通讯作者: 易争明（1981⁃），男，博士，教授，博士生导师，从事化工精细分离及过程模拟与优化方面的研究；E⁃mail:yizm@xtu.edu.cn。

本文编辑: 宋官龙

收稿日期: 2023-04-10 修回日期: 2023-05-04

基金资助:

2022年度兵团财政科技计划项目（第一批）. 2022AA005

Received: 2023-04-10 Revised: 2023-05-04

作者简介 About authors

刘亲浓（1998⁃），女，硕士研究生，从事化工过程模拟与优化方面的研究；E⁃mail:1442912855@qq.com。

摘要

采用Aspen Plus软件对反应精馏分解过氧化氢异丙苯（CHP）的新工艺以及后续苯酚、丙酮的精制工艺流程进行了稳态模拟。以年度总成本（C_TAC）最小为目标函数，对反应精馏塔（RD）及精制工艺流程的操作压力、进料位置及塔板数等进行了经济优化。结果表明,工艺的最优操作参数：RD的总塔板数为34块，精馏段塔板数为27块，反应段塔板数为6块，进料位置为第28块，操作压力为3.0×10⁴ Pa；丙酮精制塔（T101）、异丙苯拔顶塔（T102）、焦油塔（T103）和苯酚精制塔（T104）的总塔板数分别为25、61、23、22块，进料位置分别为第16、45、9、9块，操作压力分别为5.2×10⁴、5.0×10³、5.5×10⁴、6.0×10³ Pa，此时新工艺流程的C_TAC最小值为2 239.03 万元/a。同时，对传统CHP分解和后续苯酚、丙酮精制工艺进行了稳态模拟及经济优化。结果表明，其C_TAC最小值为2 608.13 万元/a。对比反应精馏工艺与传统工艺流程可知，C_TAC可节省14.15%，能耗节省9.01%。

关键词： 过氧化氢异丙苯 ; 反应精馏 ; 年度总成本 ; Aspen Plus

Abstract

This paper uses Aspen Plus software to carry out steady⁃state simulations of a new process for the reactive distillation of hydrogen peroxide isopropylbenzene (CHP) and subsequent refining processes for phenol and acetone. The operating pressure, feed position and number of plates of the reactive distillation column and the refining process were economically optimised with the objective of minimising the total annual cost (C_TAC). The results show that the optimal operating parameters of the process are as follows : the total number of trays of RD was 34, the number of trays in the distillation section was 27, the number of trays in the reaction section was 6, the feed position was 28, and the operating pressure was 3.0×10⁴ Pa. The total plate numbers of acetone refining tower (T101), cumene top tower (T102), tar tower (T103) and phenol refining tower (T104) were 25, 61, 23 and 22, respectively. The feed positions are 16, 45, 9 and 9, respectively. The operating pressures were 5.2×10⁴, 5.0×10³, 5.5×10⁴, 6.0×10³ Pa. The minimum C_TAC of the new process was 2 239.03×10⁴ yuan/year. At the same time, the steady⁃state simulation and economic optimization of the traditional CHP decomposition and subsequent phenol and acetone refining process were also carried out, and the minimum C_TAC value was 2 608.13×10⁴ yuan/year. By comparing the reactive distillation process with the traditional process, it can be seen that C_TAC can save 14.15% and energy consumption can save 9.01%.

Keywords： Hydrogen peroxide isopropylbenzene (CHP) ; Reaction distillation ; Total annual cost ; Aspen Plus

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本文引用格式

刘亲浓, 易争明, 颜大维, 艾秋红. 反应精馏分解过氧化氢异丙苯的工艺设计及经济优化. 辽宁石油化工大学学报[J], 2023, 43(5): 1-6 DOI:10.12422/j.issn.1672-6952.2023.05.001

Qinnong LIU, Zhengming YI, Dawei YAN, Qiuhong AI. Process Design and Economic Optimization for the Decomposition of Isopropylbenzene Peroxide by Reactive Distillation. JOURNAL OF LIAONING PETROCHEMICAL UNIVERSITY[J], 2023, 43(5): 1-6 DOI:10.12422/j.issn.1672-6952.2023.05.001

苯酚和丙酮是十分重要的化工原料和有机合成中间体，被广泛应用于各个领域^[1]。异丙苯法是经济性最好的苯酚、丙酮联产方法^[2⁃3]，全世界约95%的苯酚生产装置采用该技术^[4]，异丙苯法包括烃化、氧化、提浓、分解、中和、精馏、加氢、尾气处理八个工艺单元^[5]。过氧化氢异丙苯（CHP）是异丙苯制苯酚、丙酮过程中重要的中间产物，受热易分解，容易发生失控反应。Y.LU等^[6]的研究结果表明，CHP的临界质量分数为40%，超过该数值后，其失控反应的危险性呈指数型增加。传统工艺将CHP的质量分数提高至80%后再进行分解，分解反应激烈，易失控爆炸，且目前工业上仍然使用硫酸作为CHP分解的催化剂，存在选择性差、三废多、设备投资大、安全性差等危害^[7]。因此，更高效、环保的固体酸被广泛用于CHP分解^[8]，这也为CHP分解新工艺的开发提供了基础。

反应精馏作为一种高度耦合的过程强化技术，符合高效、节能、环保的可持续发展理念^[9]。沙丽等^[10]发明了用于苯酚和丙酮生产的新型反应精馏工艺，分解原料为未经提浓的CHP，大大提高了安全性，并且可以充分利用CHP分解产生的反应热，将CHP酸分解、原料中异丙苯分离、苯酚粗分离耦合至一个反应精馏塔中，氧化工序出口的质量分数控制在25%~30%，利用原料中含有的大量异丙苯作为热夹带剂，利用其汽化吸收热量移除反应热，控制塔内反应段温度，从而不必额外引入丙酮。催化剂采用固体酸，反应更温和，选择性更高，催化剂回收更方便，避免了后续中和单元，减少设备投资^[11]。J.C.YE等^[12]证明了固体酸分解CHP反应精馏工艺的可行性。目前，对后续苯酚、丙酮精制过程优化设计还未见报道。

本文采用Aspen Plus流程模拟软件，以年度总成本（C_TAC）最小为目标函数，利用反应精馏技术替代传统CHP分解工艺中的提浓分解单元，对反应精馏分解CHP的后续苯酚、丙酮精制过程进行了流程设计；对新工艺中各塔塔板数、进料位置、操作压力等进行模拟优化，获得了合适的工艺操作参数。研究结果为该项技术的工业化推广指明了方向。

1 CHP分解及后续精制工艺

1.1 CHP分解反应精馏新工艺

CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮新工艺流程如图1所示，工艺包括反应精馏塔RD、丙酮精制塔T101、异丙苯拔顶塔T102、焦油塔T103和苯酚精制塔T104五个精馏塔。反应精馏塔RD从上到下依次为精馏段、反应段和提馏段。反应精馏塔CHP转化率大于99.0%，顶部苯酚质量分数小于0.28%，底部丙酮质量分数小于0.20%，保证苯酚丙酮完全分离。离开反应精馏塔RD顶部的物质主要是丙酮、异丙苯等混合物，将其送至丙酮精制塔T101中进行进一步分离，在T101塔顶得到高纯度丙酮产品（纯度为99.50%）。离开反应精馏塔RD底部的物流进入异丙苯拔顶塔T102中进行进一步分离，塔顶得到高纯度异丙苯（纯度为99.00%）。T102的塔釜馏出物输送到焦油塔T103中，苯酚等物质从T103塔顶采出，塔釜馏出过氧化二异丙苯（DCP）、二甲基苄醇（DMPC）、苯乙酮（ACP）等重组分。焦油塔T103塔顶物流进入苯酚精制塔T104，在T104塔釜获得期望纯度（99.60%）的苯酚^[13⁃14]。

图1

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图1 CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮新工艺流程

1.2 动力学与物性方法

CHP酸催化分解制苯酚、丙酮的主要反应如下：

C_{9} H_{12} O_{2} \to C_{6} H_{6} O + C_{3} H_{6} O

（1）

C_{9} H_{12} O + C_{9} H_{12} O_{2} \to C_{18} H_{22} O_{2} + H_{2} O

（2）

C_{18} H_{22} O_{2} \to C_{9} H_{10} + C_{6} H_{6} O + C_{3} H_{6} O

（3）

C_{9} H_{12} O \to C_{9} H_{10} + H_{2} O

（4）

分解过程所用的固体酸催化剂为Amberlyst 35Dry，对上述CHP分解过程的主副反应速率进行了测定。根据实验结果，各反应速率的表达式如下：

r_{1} = 1.279 \times 10^{16} e^{- \frac{113 826}{R T}} {c_{C H P}}^{1.819 2}

（5）

r_{2} = 9.943 \times 10^{19} e^{- \frac{129 436}{R T}} {c_{D M P C}}^{1.714 8} {c_{C H P}}^{0.669 5}

（6）

r_{3} = 3.298 \times 10^{18} e^{- \frac{135 182}{R T}} {c_{D C P}}^{1.669 5}

（7）

r_{4} = 8.825 \times 10^{10} e^{- \frac{81 538}{R T}} {c_{D M P C}}^{1.703 9}

（8）

式中：r为各反应的反应速率，mol/(L·min)；c_CHP为CHP的浓度，mol/L；c_DMPC为DMPC的浓度，mol/L；c_DCP为DCP的浓度，mol/L；R=8.314 J/(mol·K)；T为反应温度，K。

利用Aspen Plus流程模拟软件对反应精馏塔进行模拟，物性方法选择NTRL^[15⁃16]，模拟过程的进料条件、操作条件根据文献[17]实验值设定。文献[17]实验过程中反应精馏塔塔高为700 mm，塔径为30 mm，使用3 mm×3 mm的θ环作为反应精馏塔的填料，根据填料产品参数等板高度设置为20 mm。本文模拟的反应精馏塔总理论塔板数为36块；其中，第1-18块板为精馏段，第19-28块板为反应段，第29-36块板为提馏段；进料位置为第17块板，进料温度为25 ℃，进料压力为1.0×10⁵ Pa，进料流量为10 mL/min（其中，异丙苯质量分数为75.80%，CHP质量分数为21.40%， DMPC质量分数为2.03%）；再沸器热负荷为66 W，反应段停留时间为14 min。模拟结果见表1。由表1可知，模拟值与文献[17]的实验值十分接近，说明该物性方法用于CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮过程的模拟是可行的。

表1 模拟值与实验值对比

项目	模拟值		实验值
项目	塔顶	塔釜	塔顶	塔釜
T/℃	44.5	124.6	43.3	126.9
p×10^-4/Pa	4.25	4.40	4.25	4.40
w（异丙苯）/%	68.31	79.39	66.93	78.39
w（苯酚）/%	0.41	18.17	0.45	17.59
w（丙酮）/%	30.38	0	31.57	0.29

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2 经济优化

从工艺工业化以及产品收益方面来看，只考虑产品品质是否符合要求是不够的，整个工艺特别是核心的反应精馏塔的经济性尤为重要，这关系到企业是否获益。因此，从经济性的角度出发，以C_TAC为目标，优化该工艺中各塔的结构参数^[18]，最终不仅在产品质量上满足要求，同时在设备费用及能耗上也能得到最经济的设计方案，使工艺的C_TAC达到最小。C_TAC计算公式如下：

C_{T A C} = \frac{C_{C I}}{r} + C_{O C}

（9）

式中：C_TAC为年度总成本，美元；r为资本回收期，一般为3年；C_CI为设备投资成本，美元；C_OC为经营成本，美元。结合W.L.LUYBEN^[19]的研究成果，简化后的设备投资成本和经营成本计算公式如下：

C_{C I} = C_{C S C} + C_{T C} + C_{H E C}

（10）

C_{O C} = P_{W} C_{W}

（11）

C_{C S C} = \frac{C_{M & S}}{280} \times 101.9 \times 39.48 D_{C}^{1.066} H_{C}^{0.802}

（12）

C_{T C} = \frac{C_{M & S}}{280} \times 4.7 \times 48.412 8 D_{C}^{1.066} H_{C}^{0.802}

（13）

C_{H E C} = \frac{C_{M & S}}{280} \times 332.3 (7.35 A_{R}^{0.65} + 2.29 A_{C}^{0.65})

（14）

式中：C_CSC为塔壳成本，美元；C_TC为塔盘成本，美元；C_HEC为换热器成本，美元；P_W为公用工程价格，美元/kW；C_W为公用工程用量，kW；C_M&S为设备成本指数，数值为1 468.2^[20]；D_C为塔径，m；H_C为塔高，m；A_R为再沸器传热面积，m²；A_C为冷凝器传热面积，m²。

在Aspen Plus流程模拟软件中进行经济估算模拟，成本核算模板选择Chinese_Basis_Met_InPipe^[21]，本文选用Aspen Plus经济估算结果中的设备投资成本和经营成本对C_TAC进行计算，后续成本单位为元。

2.1 优化过程

在经济优化过程中有17个可调变量需要优化：反应精馏塔的精馏段板数（N_r）、反应段板数（N_rxn）、提馏段板数（N_S）、操作压力（p_R）；丙酮精制塔的总塔板数（N $_{R_{1}}$ ）、进料位置（N $_{F_{1}}$ ）、操作压力（p₁）；异丙苯拔顶塔的总塔板数（N $_{R_{2}}$ ）、进料位置（N $_{F_{2}}$ ）、操作压力（p₂）；焦油塔的总塔板数（N $_{R_{3}}$ ）、进料位置（N $_{F_{3}}$ ）、操作压力（p₃）；丙酮精制塔的总塔板数（N $_{R_{4}}$ ）、进料位置（N $_{F_{4}}$ ）、操作压力（p₄）。

优化过程采用序贯迭代法，优化迭代框图如图2所示。

图2

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图2 优化迭代框图

2.2 优化结果

2.2.1　反应精馏塔优化结果

图3为反应精馏塔可调变量对C_TAC的影响。从图3（a）可以看出，开始优化时，精馏段塔板数为24块（此时回流比为2.6），精馏段塔板数增加后，通过调节回流比来改变整个反应精馏塔的负荷，使各产品规格满足要求；当精馏段塔板数从24块增加到30块时，C_TAC呈现先减小后缓慢增加的趋势，存在最小值。模拟计算结果表明，当精馏段塔板数为27块、回流比为1.3时，C_TAC降到最小值。基于反应精馏塔的精馏段塔板数的优化，再对反应精馏塔的反应段塔板数进行优化。反应精馏塔从反应的第一块塔板进料。从图3（b）可以看出，当反应段塔板数为6块时，反应精馏塔的C_TAC最小。从图3（c）可以看出，随着提馏段塔板数的增加，C_TAC增加，这是因为反应原料是低浓度的CHP，反应物完全分解时分解得到的丙酮含量也很少，并且反应精馏本身是一个原位分离过程，丙酮与其他物质沸点相差较大，容易被分离，所以提馏段塔板数为1。

图3

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图3 反应精馏塔可调变量对C_TAC的影响

CHP分解是一个强放热反应，为了安全考虑，避免温度过高，一般采用减压精馏操作。操作压力对设备投资、操作费用等都有关键性的影响，因此进一步对操作压力进行了分析优化。从图3（d）可以看出，当操作压力从2.70×10⁴ Pa升至3.50×10⁴ Pa时，C_TAC呈现出先下降再上升的趋势，当操作压力为3.00×10⁴ Pa时，反应精馏塔的C_TAC最小，此时满足分离要求的回流比为1.3。

2.2.2　丙酮精制塔优化结果

反应精馏塔塔顶产品进入丙酮精制塔，考察了丙酮精制塔的总塔板数、进料位置、操作压力与C_TAC的关系，结果见图4。该塔主要是对丙酮、水、异丙苯等轻组分进行分离，得到高纯度的丙酮。虽然异丙苯与水会形成温度较低的共沸物，但其沸点与丙酮沸点仍有差距，分离简单，较少的理论板数就能满足分离要求。当压力较大时，气相体积流率变小，但满足设计要求的回流比会变大，导致塔径增大，从而增大设备投资。从图4可以看出，当满足产品要求且C_TAC最小时，丙酮精制塔总塔板数为25块，进料位置为第16块，操作压力为5.20×10⁴ Pa，满足设计要求的回流比为1.0。

图4

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图4 丙酮精制塔可调变量对C_TAC的影响

（a）总塔板数（b）进料位置（c）操作压力

2.2.3　异丙苯拔顶塔优化结果

反应精馏塔塔釜馏出物进入异丙苯拔顶塔，该塔主要分离出异丙苯，塔顶产品为高纯度的异丙苯，它可以作为氧化原料，苯酚和其余重组分从塔釜馏出。

图5为异丙苯拔顶塔可调变量对C_TAC的影响。从图5可以看出，异丙苯拔顶塔的可调变量对C_TAC的影响均呈先降后升的趋势，C_TAC最小的总塔板数为61块，进料位置为第45块，操作压力为0.50×10⁴ Pa，满足设计要求时的回流比为1.6。

图5

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图5 异丙苯拔顶塔可调变量对C_TAC的影响

（a）总塔板数（b）进料位置（c）操作压力

2.2.4　焦油塔优化结果

异丙苯拔顶塔塔釜馏出物进入焦油塔，苯酚等轻组分与苯乙酮等重组分在该塔分离。为防止塔釜温度过高导致发生副反应或重组分结焦，精馏塔采用减压操作。图6为焦油塔可调变量对C_TAC的影响。从图6可以看出，C_TAC最小时的总塔板数为23块，进料位置为第9块，操作压力为5.50×10⁴ Pa，满足设计要求时的回流比为0.2。

图6

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图6 焦油塔可调变量对C_TAC的影响

（a）总塔板数（b）进料位置（c）操作压力

2.2.5　苯酚精制塔优化结果

焦油塔塔顶产品进入苯酚精制塔，该塔塔釜得到高纯度的苯酚产品。图7为苯酚精制塔可调变量对C_TAC的影响。从图7可以看出，C_TAC最小的总塔板数为22块，进料位置为第9块，操作压力为0.60×10⁴ Pa，满足设计要求的回流比为11.2。

图7

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图7 苯酚精制塔可调变量对C_TAC的影响

（a）总塔板数（b）进料位置（c）操作压力

3 工艺比较

用同样的方法对异丙苯法的提浓、分解、精制单元进行C_TAC优化，结果见表2。由表2可知，传统工艺的C_TAC为2 608.13 万元，新工艺的C_TAC为2 239.03 万元，在经济上节省了14.15%。

表2 经济优化后新旧工艺费用、能耗对比

工艺	总能耗/kW	节能效率/%	C_TAC/（万元·a^-1）	C_TAC节约效率/%
传统工艺	171 541.87		2 608.13
新工艺	156 077.51	9.01	2 239.03	14.15

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4 结论

1）在CHP反应精馏分解工艺的基础上，进一步对后续精制阶段进行了模拟设计。以C_TAC最小为目标函数，对五个塔的设计变量进行了优化，得到了各塔的最优操作参数。将新旧两种工艺的C_TAC和总能耗进行对比可知，新工艺C_TAC节约效率为14.15%，节能效率为9.01%。

2）证明了CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮新工艺的可行性，且在安全上、经济上和能耗上都优于传统工艺。得到的工艺参数具有一定的参考价值，可以为新工艺的工业化应用提供设计依据。

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原文顺序

文献年度倒序

文中引用次数倒序

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... 苯酚和丙酮是十分重要的化工原料和有机合成中间体，被广泛应用于各个领域^[1].异丙苯法是经济性最好的苯酚、丙酮联产方法^[2⁃3]，全世界约95%的苯酚生产装置采用该技术^[4]，异丙苯法包括烃化、氧化、提浓、分解、中和、精馏、加氢、尾气处理八个工艺单元^[5].过氧化氢异丙苯（CHP）是异丙苯制苯酚、丙酮过程中重要的中间产物，受热易分解，容易发生失控反应.Y.LU等^[6]的研究结果表明，CHP的临界质量分数为40%，超过该数值后，其失控反应的危险性呈指数型增加.传统工艺将CHP的质量分数提高至80%后再进行分解，分解反应激烈，易失控爆炸，且目前工业上仍然使用硫酸作为CHP分解的催化剂，存在选择性差、三废多、设备投资大、安全性差等危害^[7].因此，更高效、环保的固体酸被广泛用于CHP分解^[8]，这也为CHP分解新工艺的开发提供了基础. ...

... 反应精馏作为一种高度耦合的过程强化技术，符合高效、节能、环保的可持续发展理念^[9].沙丽等^[10]发明了用于苯酚和丙酮生产的新型反应精馏工艺，分解原料为未经提浓的CHP，大大提高了安全性，并且可以充分利用CHP分解产生的反应热，将CHP酸分解、原料中异丙苯分离、苯酚粗分离耦合至一个反应精馏塔中，氧化工序出口的质量分数控制在25%~30%，利用原料中含有的大量异丙苯作为热夹带剂，利用其汽化吸收热量移除反应热，控制塔内反应段温度，从而不必额外引入丙酮.催化剂采用固体酸，反应更温和，选择性更高，催化剂回收更方便，避免了后续中和单元，减少设备投资^[11].J.C.YE等^[12]证明了固体酸分解CHP反应精馏工艺的可行性.目前，对后续苯酚、丙酮精制过程优化设计还未见报道. ...

... CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮新工艺流程如图1所示，工艺包括反应精馏塔RD、丙酮精制塔T101、异丙苯拔顶塔T102、焦油塔T103和苯酚精制塔T104五个精馏塔.反应精馏塔RD从上到下依次为精馏段、反应段和提馏段.反应精馏塔CHP转化率大于99.0%，顶部苯酚质量分数小于0.28%，底部丙酮质量分数小于0.20%，保证苯酚丙酮完全分离.离开反应精馏塔RD顶部的物质主要是丙酮、异丙苯等混合物，将其送至丙酮精制塔T101中进行进一步分离，在T101塔顶得到高纯度丙酮产品（纯度为99.50%）.离开反应精馏塔RD底部的物流进入异丙苯拔顶塔T102中进行进一步分离，塔顶得到高纯度异丙苯（纯度为99.00%）.T102的塔釜馏出物输送到焦油塔T103中，苯酚等物质从T103塔顶采出，塔釜馏出过氧化二异丙苯（DCP）、二甲基苄醇（DMPC）、苯乙酮（ACP）等重组分.焦油塔T103塔顶物流进入苯酚精制塔T104，在T104塔釜获得期望纯度（99.60%）的苯酚^[13⁃14]. ...

... 利用Aspen Plus流程模拟软件对反应精馏塔进行模拟，物性方法选择NTRL^[15⁃16]，模拟过程的进料条件、操作条件根据文献[17]实验值设定.文献[17]实验过程中反应精馏塔塔高为700 mm，塔径为30 mm，使用3 mm×3 mm的θ环作为反应精馏塔的填料，根据填料产品参数等板高度设置为20 mm.本文模拟的反应精馏塔总理论塔板数为36块；其中，第1-18块板为精馏段，第19-28块板为反应段，第29-36块板为提馏段；进料位置为第17块板，进料温度为25 ℃，进料压力为1.0×10⁵ Pa，进料流量为10 mL/min（其中，异丙苯质量分数为75.80%，CHP质量分数为21.40%， DMPC质量分数为2.03%）；再沸器热负荷为66 W，反应段停留时间为14 min.模拟结果见表1.由表1可知，模拟值与文献[17]的实验值十分接近，说明该物性方法用于CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮过程的模拟是可行的. ...

... ]实验值设定.文献[17]实验过程中反应精馏塔塔高为700 mm，塔径为30 mm，使用3 mm×3 mm的θ环作为反应精馏塔的填料，根据填料产品参数等板高度设置为20 mm.本文模拟的反应精馏塔总理论塔板数为36块；其中，第1-18块板为精馏段，第19-28块板为反应段，第29-36块板为提馏段；进料位置为第17块板，进料温度为25 ℃，进料压力为1.0×10⁵ Pa，进料流量为10 mL/min（其中，异丙苯质量分数为75.80%，CHP质量分数为21.40%， DMPC质量分数为2.03%）；再沸器热负荷为66 W，反应段停留时间为14 min.模拟结果见表1.由表1可知，模拟值与文献[17]的实验值十分接近，说明该物性方法用于CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮过程的模拟是可行的. ...

... 可知，模拟值与文献[17]的实验值十分接近，说明该物性方法用于CHP反应精馏分解制苯酚、丙酮过程的模拟是可行的. ...

... 从工艺工业化以及产品收益方面来看，只考虑产品品质是否符合要求是不够的，整个工艺特别是核心的反应精馏塔的经济性尤为重要，这关系到企业是否获益.因此，从经济性的角度出发，以C_TAC为目标，优化该工艺中各塔的结构参数^[18]，最终不仅在产品质量上满足要求，同时在设备费用及能耗上也能得到最经济的设计方案，使工艺的C_TAC达到最小.C_TAC计算公式如下： ...

... 式中：C_TAC为年度总成本，美元；r为资本回收期，一般为3年；C_CI为设备投资成本，美元；C_OC为经营成本，美元.结合W.L.LUYBEN^[19]的研究成果，简化后的设备投资成本和经营成本计算公式如下： ...

... 式中：C_CSC为塔壳成本，美元；C_TC为塔盘成本，美元；C_HEC为换热器成本，美元；P_W为公用工程价格，美元/kW；C_W为公用工程用量，kW；C_M&S为设备成本指数，数值为1 468.2^[20]；D_C为塔径，m；H_C为塔高，m；A_R为再沸器传热面积，m²；A_C为冷凝器传热面积，m². ...

... 在Aspen Plus流程模拟软件中进行经济估算模拟，成本核算模板选择Chinese_Basis_Met_InPipe^[21]，本文选用Aspen Plus经济估算结果中的设备投资成本和经营成本对C_TAC进行计算，后续成本单位为元. ...

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