（化学工程专业论文）多规格产品甲醇精馏塔的建模与仿真.pdf

j 程颂1 论文y 摘要 应用a s p e n p l u s 化工模拟软件对合成甲醇精制工艺中的甲醇精馏过程进行了 模拟研究。采用n r t l 方程计算整个系统内气液平衡，以工厂的实际参数为依据， 研究了有代表性的杂质如异丁醇，乙醇，水等在塔内的分布状况，得到了许多有 意义的结果。模拟结果的主要参数与工厂的实际工况吻合，在此基础上，结合工 厂的设备实际条件迸一步的讨论了各种可行的优化操作方案，对于指导实际生产 过程的优化运行具有重要参考价值。 i 飘重、0 、 a b s t r a c t b yu s i n gc h e m i c a le n g i n e e r i n gp r o c e s ss i m u l a t i o ns o f t w a r e a s p e n p l u s ，t h e b e h a v i o ro f m e t h a n o ld i s t i l l a t i o n s y s t e m w a ss t u d i e d b a s e do nt h ea c t u a l p a r a m e t e r s ，u s i n gn r t le q u a t i o nt oc a l u c a t e t h ee q u i l i b r i u mo fl i q u i d - g a sp h a s e ， w es t u d i e dt h e d i s t r i b u t i n gd i s c i p l i n a r i a n o fs o m e i m p u r i t i e s s u c ha s i s o b u t y l a l c o h o l ，e t h a n o la n dw a t e r f i n a l l yal o to f v a l u a b l ep a r a m e n t e r s ，w h i c hi n o s c u l a t et h e a c t u a lc o n d i t i o nw e l lw a s g o t a n db a s e d o nt h e s ep a r a m e n t e r ss o m e o p t i m a lo p e r a t i o n m e t h o d sw h i c hc a nb eu e s e dt oi n s t r u c tt h ep r a c t i c ei nt h ef a c t o r yw e r ed i s c u s s e d 工程硕_ 上论文 第1 章课题概述 1 1 课题的工业背景 1 1 1 课题的提出 目前，甲醇在有机合成工业中，是仅次于烯烃和芳烃的重要的基础有机原料。 近年来，世界甲醇的生产能力发展速度很快。甲醇的消费已超过其传统用途，潜 在耗用量远远超过其化工用途，渗透到国民经济的各个部门。甲醇工业的迅速发 展，是由于甲醇是多种有机产品的基本原料和重要的溶剂，广泛用于有机合成， 染料，医药，涂料和国防等工业1 1 l 。合成的粗甲醇浓度一般达不到使用要求，所以 需要进行甲醇的精制过程。 图i 1 甲醇精制流程简图 如图l 一1 所示，甲醇精制流程可以分为两大部分，第一部分是预精馏部分， 另外一部分是主精馏部分。预精馏塔除了对粗甲醇进行萃取精馏脱出某些烷烃的 作用之外，另外的还可以脱除二甲醚，和其他轻组分有机杂质。其底部的出料被 加到主塔的中间入料板上，主塔顶部出精甲醇，底部出废液，下部侧线出杂醇。 甲醇市场竞争非常激烈，特别是近年来，随着甲醇精馏技术的进步和计算机 在该领域的广泛应用，老的工业装置由于能耗过高，工人的劳动效率过低，加上 4 工程硕士论文 维修上要比新的装置投入更多的费用，在市场上竞争力下降，技术改造成为必走 之路。 1 1 2 巨化甲醇精馏装置的运行现状 巨化集团公司合成氨厂现有3 力吨年联醇装置，实际生产能力近5 万吨年。 原配有三套甲醇精馏装置，其中l # 和2 拌装置由于设备陈旧，生产能力低，能耗 高，已拆除用于建设新的低压甲醇装置，目前仅运行3 装置。 3 精甲醇装置原设计能力为3 0 万吨年，经过多年的技术改进和挖潜改造后 生产能力已近5 万吨年。在装置运行的早期，由于杂醇的采出口和采出量不合 适，塔底所排放的残液中甲醇浓度一度高达2 5 ，既造成产品的损失，又无法 满足环保排放要求，后与南京化工大学合作，在塔下部第1 3 块处增加了一个杂 醇采出口，控制合适的采出量，首先在降低甲醇中乙醇含量、降低残液中甲醇含 量等方面收取了很好的效果。在此基础上进一步进行了二线和多线采出的挖潜改 造，继而在装置的生产能力、产品质量提高和节能降耗上又取得了新的突破。目 前运行的3 # n 醇精馏装置如图1 1 所示，采用一个预塔和一个主塔的方式。实际 生产中，由铜系催化制得的粗甲醇被输送到储槽中，然后用泵输送到预塔，同时， 甲醇合成系统所回收的淡甲醇作为萃取水被输送到预塔的顶部加入第一块塔板。 预塔底出料经过缓冲和换热被输送到主塔的中下部( 6 4 块板附近) ，主塔的上部 有几个采出1 3 采出精甲醇( 不同的采出1 3 满足不同的甲醇品质要求，最终被输送 到不同的成品储槽中) ，底部采出残液( 送造气夹套锅炉回收) ，下部侧线( 约 7 5 块板附近) 采出杂醇( 供外销) 。 值得注意的是，合成氨厂在生产符合国家质量标准的甲醇的同时，还担负着 为氟化公司提供生产所需的具有更低乙醇指标要求的精甲醇的任务( 氟化厂用于 生产的甲醇质量除国标要求外，乙醇浓度还必须低于3 0 0 p p m ) 。目前精馏装置采 用三股精甲醇出料加一股杂醇出料和一股塔底出料的生产方式，以满足上述特殊 的生产要求。 这套装置由于运行了较长的时间，很多仪表没有进行及时修理，许多参数已 经无法取得，在操作时基本上凭经验对装置进行控制。面对市场的压力，工厂感 到节能的紧迫，技术改造势在必行。 丁程硕士论文 1 1 ，3 课题的研究目标 上面已经提到，巨化集团公司合成氨厂在生产普通精甲醇的同时，还为氟化 公司提供生产所需的有较高质量要求的精甲醇。氟化厂要求精甲醇中乙醇浓度必 须低于3 0 0 p p m 。合成氨厂由于甲醇的生产装置为联醇装置，粗甲醇中的乙醇含 量高，并且目前的# 3 甲醇精馏装置实际生产能力已近5 万吨年，远远超过3 万吨年的设计能力，因此无法很好满足氟化厂的需要，这样，精甲醇采出的合 理分配就成了一个比较关键的问题。如何使送氟化厂低乙醇含量的精甲醇尽量 多，并且同时保证相对较低质量的商品甲醇达标，这一直是困扰着合成氨厂的一 个技术难题。 采用计算机模拟技术，对整个精馏系统进行建模，得到和实际吻合的结果， 对不同的要求进行进一步的研究，可以解决工厂的特殊问题。对于上述的出料的 问题，可以在建模完成后采用不同的流量进行计算，并将分析后所得出的解决方 案应用于实践。 在实际生产中，工艺员以及操作工基本上凭经验对装置进行管理和控制，对 于整个系统绝大部分参数都无法进行更深的了解。同时，面对市场的压力，工厂 感到节能的紧迫。甲醇的两塔精馏系统没有象三塔系统那样利用热偶合来达到节 能的目的，整个系统还应有较大的节能潜力。例如，减少预塔的加水量，从而使 整个系统中水含量降低，这样等于减少了塔底加热蒸汽的量，再如，在塔顶出料 达标的情况下，可以采用减少回流比的方法来达到节能的目的，这些系统节能方 面的尝试性工作都可以在仿真过程中进行。 1 2 甲醇精馏过程的研究现状 在对系统进行研究的过程中，必须进行气液平衡的计算，这就需要有足够的 实验数据作为依据。铜系催化剂的甲醇中杂质不少于2 0 种，这就为研究甲醇精 馏增大了难度。以前，国内外对精馏系统进行实验研究，很大部分都是通过实验 得到两组分之间的精馏参数，并且大多数是塔顶和塔底参数。塔顶和塔底的参数 不足以提供充足的塔内的信息，而有些缺少的信息对了解塔内的非理想组分的分 布等至关重要。近年来人们开始对甲醇精馏系统进行深入全面的试验研究，由两 工程硕士论文 元扩展到多元，并且更关注塔内组分的分布情况。浙江大学周金汉【1 i 等人测定了 全回流筛板塔在四个不同的压力下的乙醇一水一甲醇两个物系沿塔高的温度与 浓度分布。用两元实测结果计算了不同的压力下各板的莫府里板效，并以 u n i f a c 活度系数方程为基础的热力学模型建立了精馏计算模型。h m o r ir 2 i 等人 曾经研究了6 种组分在直径为2 1 0 m m 高为3 0 0 0 m m 的甲醇、水、乙醇( 部分回 流) 精馏塔内的分布。这些结果，对本课题所研究的甲醇精馏系统有很重要的借 鉴意义。 在甲醇精馏系统的改造方面，普遍采用以下三种方案： 1 三塔系统代替两塔系统。三塔流程的特点是提高热利用率和减少精馏消 耗。在三塔流程中保留预精馏塔，而将主精馏塔分为加压塔和常压塔。加压塔内 在6 7 个大气压下操作，塔顶产物在常压再沸器中冷凝用来加热常压精馏塔，利 用余热使精馏工序蒸汽消耗降低1 3 。其冷凝的精甲醇一部分回流，一部分经冷 却后作为成品采出。塔底产物作为常压塔的进料，在常压塔塔顶也采出精甲醇成 品，塔底是水、微量甲醇和高沸点杂质。只要合理分配主塔和加压塔的能量，就 能取得很好的效果。如三明化工有限责任公司 3 】就采用了甲醇双效精馏工艺流程 ( 即三塔流程) 。该流程是在原有双塔流程的基础上进行改造，增加了加压塔和 加压塔回流泵，减少了一台主塔循环蒸发器，减下来的蒸发器改作再沸器用。塔 顶产品蒸汽的冷凝潜热得到回收利用，降低了精馏系统的水蒸气、冷却水和电的 用量，取得了显著的节能效果。另外，山东齐鲁二化全套引进西德l u g u i 公司 1 0 力吨年三塔流程，收到很好的效果l4 1 。当然，这种改造的缺点是需要增加较 大的设备投资。正是看到了热偶合对于系统节能的意义，国外现在对于热偶合的 精馏系统非常重视，很多的研究都围绕着热偶合的设计展开。b e n g u a n gr o n g “。 等人对于多组分精馏的热偶合问题做了深入的研究，他们的研究成果同样可以应 用于甲醇三塔精馏系统的设计和改进。 2 改进塔设备。除了改进整个流程外，也有采用改进塔设备的方法，就是 用新型的更高效的精馏塔( 如波纹填料塔) 代替原来普遍采用的斜板式精馏塔或 是浮阀塔。由于板效高，回流比会有明显的下降。不但达到节能的目的，还可以 根据工厂的实际情况扩产。采用分级冷凝代替单级冷凝可以减少尾气放空损失， 也是比较常用的节能的方法。北京化工大学化学工程学院扣j 采用了以一个 7 工程硕士论文 1 6 0 0 m m 新型高效填料式主塔代替原来的1 2 0 0 m m 和1 6 0 0 m m 两个斜扳式主塔的 改造方案，不但达到了扩产的目的，而且，由于新塔效率高，回流比由原来的1 8 降低至1 0 ，相应地产品质量也有提高。同时技术改造后实现节省冷却水1 0 8 万吨年，节约水蒸气2 l 力吨年，减少甲醇排放1 1 3 吨年，折合经济效益2 5 力元年。江苏新亚化工集团公司 7 1 的2 力吨的精甲醇系统的改进方案中采用两 项措施：( 1 ) 在主塔第一层和第二层填料( 从塔底计起) 、第二层和第三层填料之间 各增加一个侧线采出口( 异丁基油采出口) ，两个采出口合并采出物料入贮罐， 由回收系统处理。( 2 ) 在第四层和第五层境料，第五层和第六层填科之间各增加 一个侧线采出口( 异庚酮采出口) 。虽然是填料塔，对于我们所要研究的课题有很 重要的借鉴作用。英国i c i 公司【4 】近年来对两塔与三塔精馏流程进行了深入的研 究，提出了用h i g e e 精馏填充床代替精馏塔的构想，它既可以强化精馏过程还可 以减少投资。 3 严格控制操作条件。在不改动任何设备的情况下，普遍采用严格控制操 作条件的方法，提高进料甲醇温度，减少萃取水量，稳定塔温，回收利用，控制 回流比等方法都可以降低能耗，提高产品质量。安徽颜上化肥厂 8 】采用改进方案： ( 1 ) 提高粗甲醇进料温度( 2 ) 严格控制甲醇回流比( 3 ) 减少萃取水用量( 4 ) 稳定塔温( 5 ) 回收处理，最后收到了很好的效果，但是该工厂由于技术力量有限，这些改进方 案没有可靠的数据做保证，只是根据以往的经验取得。南化( 集团) 公司【8 研究院 优化成果为甲醇精馏操作的优化指出了方向，从结果中可看出，萃取水的加入量 和主塔回流量两参数对经济效益影响显著，而预塔的操作影响不大，故以此两参 数作为主要因素考虑，其他不作调整。武汉化工学院【9 】对湖北省宜化股份有限公 司的甲醇精制主塔进行了计算与分析，采用的数学模型为m e s h 方程，得出最 佳回流比为1 5 2 0 ，最佳进料位置为第l2 块板左右，最佳侧线采出位置为第 1 2 或1 3 块板。由于在计算时，做了过多的简化，得出的结论较为简单，可靠性 也不强。如甲醇精馏系统中的有代表性的杂质至少不少于1 0 种，而他们的计算 中只采用了4 种组分，计算精度受到很大的影响。在预塔的某些轻组分浓度对其 顶部温度有很大的影响，如果不考虑这些组分，结果可靠性大大降低。这些操作 优化方案都还是基于稳态操作的条件下得出的。在国外，j e n sb a u s a o o 等人采用 动态优化的方法对于精馏系统的节能做了研究，他们认为，对于连续式精馏系统 工程硕士论文 来说，稳态的操作有利于节能，稳态的波动会造成能耗的增加的理论是不正确的。 他们在研究中发现，回流比和气体流速适当的周期性的变化，有利于节能。现在 动态优化的方法可以用来得到所有控制变量的优化控制图。实践证明，和稳态相 比，利用优化控制图正确的控制主要的操作变量能减少能量消耗。 由以上的分析可知，国内常用改进的方法基本上都是依靠经验，很少利用计 算机技术。即使用计算机来建模，由于甲醇精馏的复杂性，自己开发模型难度非 常大，精度都不高，很多报告的研究成果最多只能作为实际工作的验证，很难提 出有用的节能建议来。国外在精馏的研究方面要先进很多，但是很多先进的成果 还只是理论阶段，没有进入到实际应用中。本课题所要做的工作就是充分利用现 有的稳态流程的模拟软件，对流程进行仿真，提出合理的改进方案，特别是前面 提到的系统的特殊要求，是本课题研究的独特方向。 工程硕士论文 第2 章课题研究的理论基础、方法和工具 2 1 精馏过程的两个假设 在进行精馏计算前，必须先引入两个假设 ( 1 ) 关于理论板的假设3 让不平衡的汽液两相在一定的设备( 如塔板) 中接触，使其组成发生变化然 后分开的精馏操作称为“接触级精馏”，就板式塔而占，一层塔板就是一个接触 级，通常又把能够起一个平衡级蒸馏的塔板称为一层理论板。所以在一层理论板 上，不管进入该板汽液组成偏离平衡的程度如何，离开汽液两相的组成一定达到 平衡。显然这是种理想的极限状态。因为在板上汽液两相问的热质传递要达到 平衡就需要无限大的接触面积和无限长的接触时间，这显然是不可能的。相间热 质传递过程进行的程度与物系性质，操作条件以及塔板结构等一系列因素有关， 对于此类问题，工程上经常采用的方法是先讨论理想情况，然后再设法针对实际 过程进行修正。引入理论板假设后，就可以把精馏塔看成是由许多理论板所构成， 因而在分析逐板汽液组成的变化时，便可直接使用相平衡关系。 ( 2 ) 关于恒摩尔流的假设 对于许多由化学性质类似的组分所组成的混和液，由于组分的摩尔汽化潜热 相近，可认为易挥发组分与难挥发组分在汽液两相间进行着等摩尔的对向扩散。 因此，通过塔板的汽相与液相，虽其组成发生变化，但沿塔上升的汽相摩尔流量 将保持不变，叫恒摩尔汽流。同时沿塔下流的液相摩尔流量也将保持不变，叫恒 摩尔液流。恒摩尔汽流，恒摩尔液流总称为恒摩尔流。引入恒摩尔流假设后，就 可以使沿塔的物料衡算关系大大简化，而且便于在y x 图上对精馏过程进行图 解分析和计算。 2 2 多元精馏的操作理论 系统的操作他1 以两个精馏塔的稳定为首要的条件，主要应掌握三个平衡。 工程硕士论文 1 物料平衡 物料平衡的建立，是衡量精馏塔内操作的稳定程度，它表现在塔的能力大小， 和产品质量的好坏。一般应该根据入料量( f ) 而适当采出馏出物量( d ) ，保持 塔内物料平衡，始能保证精馏塔内操作条件稳定。当塔的操作物料平衡一旦破坏 时，这可以从塔压差的变化上看出。如果进得多，采得少，则塔压差上升；反之， 塔压差会下降。例如精馏塔在一定的负荷下，塔压差应在一定的范围内，如果塔 压差过大，说明塔内上升蒸汽的速度过大和塔板上的液层升高，雾沫夹带严重， 甚至发生液泛，破坏塔的操作；若塔压差过小，表明塔内上升蒸汽的速度过小， 塔板上汽液湍动的程度过低，传质效率差，塔板还容易产生泄漏，降低塔板效率。 2 汽液平衡 汽液平衡主要体现了产品的质量及损失情况，它是靠调节塔的操作条件( 温 度、压力) 及塔板上的汽液接触情况来达到的。在一定的温度、压力下，具有一 定的汽液平衡组成。物料平衡掌握得好，塔内上升蒸汽的速度合适，汽液接触好， 则传质效率高，每块板上的汽液组成接近平衡的程度就高，即板效率高；反之则 低。塔内温度、压力的改变又可造成塔板上汽相和液相的相对量的改变，从而破 坏了原来的物料平衡。 3 热量平衡 热量平衡是实现前面两个平衡的基础，而又依附于物料平衡和汽液平衡。例 如，进料量和组成发生了改变，则塔釜耗热量及塔顶耗冷量应作相应的改变，否 则，不是回流量过小造成甲醇的损失，就是回流比过大造成甲醇浓度的不合格。 当塔的操作压力、温度发生了改变( 即汽液组成改变) ，则每块板上汽相的冷凝 热量和液相的汽化热量也会发生改变，最终体现在塔釜供热和塔顶取热的变化 上。相反，热量平衡发生了变化也会影响物料平衡和汽液平衡的改变。例如，加 热釜的供热不够，就会造成釜温达不到规定值，回流比降低，形成塔内操作紊乱， 致使：( 1 ) 物料平衡被破坏，釜液排失甲醇量减少，塔顶轻组分减少，塔的生产能 力下降。( 2 ) 汽液平衡受破坏，塔内上升蒸汽量减少，汽液接触变差，传质效率下 降。 粗甲醇精馏过程的正常操作，就是通过调节的手段，掌握好三个平衡。一般 都是根据塔的负荷，给塔釜一定的供热量，建立热量平衡；随之达到一定的汽液 工程硕士论文 平衡，然后用物料平衡作为经常的手段，控制热量平衡和汽液平衡的稳定。操作 中往往是物料平衡首先改变( 负荷、组成) ，相应通过调节热量平衡( 回流量、 回流比) ，而达到汽液平衡的目的( 包括精甲醇质量、残液中含醇量、重组分的 浓缩程度等) 。自然，当塔釜供热量改变时使热量平衡遭受破坏，则应调节供热 量使恢复平衡，同时辅以物料平衡的调节( 甚至塔负荷) ，勿使塔内汽液平衡受 到严重破坏。 从生产效率角度考虑，我们比较关心热量问题，作为优化工厂生产的一个重 要的目标函数，如果在质量保证的情况下，通过过程模拟能耗得以较大幅度的降 低，则可以说是取得了很大的成功。 模拟甲醇精馏过程可以把三个平衡的调节进行量化，摆脱完全靠经验的操作 方式。可以给工厂中的工人提供可靠的数据依据。在操作的过程中更有把握，而 且效率更高。 为了控制三个平衡，进行操作调节的参数较多，诸如压力、温度、负荷、回 流量、回流比、采出流量等等。塔温分布标志着塔内组分的变化情况。 1 塔顶温度 塔顶温度是决定甲醇精馏产品质量的重要条件。如在塔压稳定的前提下，塔 顶温度升高，则说明塔顶甲醇含量太低，不合要求。这时必须判明原因进行调节， 如调节蒸汽量来改变回流量，必要时可减少或暂停采出精甲醇，待顶温正常后再 采出产品，以保证塔内物料平衡。 2 精馏段塔板温度 塔中部的温度与浓度改变较大，只要控制在一定范围内，就可保证顶温和甲 醇质量；当物料平衡一旦破坏，此处塔温反应较灵敏。因此，往往在这部分选取 几块板温度，可以通过预先调节，以保证塔顶以至全塔温度稳定。在正常生产条 件下，这个温度的维持，是全塔物料平衡的关键。 3 塔釜温度 就预塔而言，塔釜温度所显示的甲醇浓度，可判断萃取水量是否适中。 维持正常的塔釜温度，可以保持萃取精馏的良好效果。如果塔釜温度降低， 往往是由于轻组分带至残液中，或是热负荷骤减，也有可能是塔下部恒沸物过多 所造成。这时须判明情况进行调节，如调节回流( 增加热负荷) 、增加轻组分的 工程硕士论文 采出( 要参看精馏段灵敏板温度) 、增加甲醇组分采出等，必要时须减少入料量。 就主塔而言，塔釜温度可以用来判断塔底甲醇浓度是否符合排放标准。 4 提馏段板温度 当塔底温度过低时再进行调节，容易造成波动较大。工厂在提馏段选取几块 板，可以进行预先调节，不使重组分流入塔釜。主塔的提馏段某些板的温度非常 敏感，波动可以有4 。 如果将三个平衡作为精馏操作的基础，温度的控制视为维持平衡的主要信 号，那么，除了设备问题以外，经常影响精馏操作的主要因素，是进料状况( 组 成、流量、状态等) 、回流比( 包括热负荷) 和物料的采出量。 1 进料状态 这在工业生产中由前期过程决定。预精馏塔入料温度一般控制在3 5 6 2 。c 之 问。可调节预塔预热器的蒸汽量和碱液流量以及粗甲醇流量来达到控制预料温度 的目的。一般不去专门控制预料温度。 2 回流比 回流比对精馏塔的操作影响很大，直接关系着塔内各层板上的物料浓度的改 变和温度的分布，最终反映在塔的分离效率上，是重要的操作参数之一。 回流比常介于最小回流比和无穷大回流比之间，即精、提馏段操作线的交点 应在相平衡曲线的下方与对角线的上方之间，取一适宜回流比。适宜回流比，表 示在最经济的设备费用和操作费用( 总费用) 下选择的回流比。一般情况下，选 取适宜回流比为最小回流比的1 3 2 倍。 甲醇预精馏塔的回流比为o 8 1 ，主塔的回流比为1 5 2 5 。其调节的依据是 根据塔的负荷和甲醇的质量。但塔的负荷较轻时，这时塔板比较富裕，可以取较 低的回流比比较经济，为保证甲醇的质量，精馏段灵敏板的温度可以控制略高； 反之，则增加回流比，在照顾甲醇质量的同时，为保持塔釜温度，灵敏板温度可 控制略低。回流比过大或过小，会对精馏操作的经济性和甲醇的质量有较大的影 响，一般在正常生产条件受到破坏或产品不合格时，才调节回流比；调节后尽可 能保持塔釜的加热量稳定，使回流比稳定。在调节回流比的同时，要注意板式塔 的操作特点，防止液泛和严重漏液，都将会造成塔内操作温度的混乱。 为了降低回流比，减少热负荷，达到经济运行，适当加高塔的板数还是适宜 工程硕士论文 的。如预精馏塔采用了6 0 层塔板，主塔则采用8 5 层塔板。 当改变回流比时，由于操作线的变动，必然会引起塔内每层塔板的浓度( 组 成) 和温度的改变，影响甲醇的质量和甲醇的收率，必须通过调节，控制塔内适 宜的温度，达到新的平衡。 3 进料量和组成 甲醇预精馏塔进料量和组成改变时，都会破坏塔内物料平衡和汽液平衡，引 起塔温的波动，如不及时调节，将会导致甲醇的质量不合格或者增加甲醇的损失。 一般进料量在塔的操作条件和附属设备能力允许范围内波动时，只要调节及 时得当，对塔顶温度和塔釜温度不会有显著的影响，只是影响塔内蒸汽速度( 能 力) 的变化。但是量的变动宜缓慢进行，否则，限于塔板的操作特点，短时间内 可能造成塔顶、塔釜温度的变化，而影响甲醇的质量和损失。当进料增加时，蒸 汽上升速度增加，一般对传质是有利的，但蒸汽速度必须低于液泛速度。当进料 量减少，蒸汽速度降低，对传质不利，因此蒸汽速度不能过低。有时为了保持塔 板的分离效率，有意适当增大回流比，以提高塔内上升蒸汽的速度，提高传质效 果。这个方法自然是不经济的，说明精馏塔在低负荷下操作是不合理的，负荷过 低则更不合理。 随着进料量的调节，各层塔板上的汽液组成重新分配，可以控制灵敏板一定 的温度与之相适应。 进精馏塔的含水甲醇中，甲醇浓度总会有些小幅度波动。不论是其中甲醇浓 度增加或降低，都会造成塔内物料不平衡。这时，在回流比仍属适宜的情况下， 只需对甲醇的采出量稍作调节，就可使塔温稳定，物料和汽液又趋平衡。如果粗 甲醇的组分变化较大时，则需适当改变其进料板的位置，或是改变回流比，才能 保证粗甲醇的分离效率。当合成催化剂后期生产的粗甲醇进行蒸馏时，有时为确 保甲醇的质量，可将精馏塔进料位置降低，同时适当加大回流比。 对粗甲醇预精馏塔的操作概念，可以概括如下：在稳定塔压的前提下，采用 在较高蒸汽速度( 负荷) 下操作，既提高传质效果又最经济：选择适宜的回流比， 降低能量消耗；一般在进料稳定和变化缓慢的情况下，通过经常性小量调节轻组 分和甲醇的采出量，以保持塔温的合理分布和稳定，维持好塔内三个平衡，使产 品甲醇达到质量指标，同时回收副产品轻组分。 工程硕l 论文 通过以上的分析，我们看到在甲醇精馏中，有很多因素影响着甲醇精馏的质 量，各个参数如有变动，都会使塔内其他参数相应的变化。以往工人根据塔温的 变化凭经验可以定性判断各平衡的失调情况，作出大概估计，然后进行调节。这 种定性分析加经验主义的操作模式带有很多弊端，往往不准确，而且调节平衡的 次数比较多，时间也比较长。 研究塔内的温度分布和变化的情况以及各个经常影响精馏操作的主要因素， 可以给工厂中操作带来极大方便。在进行计算机模拟后，各个调节可以进行具体 量化，大大提高精度，工人可以根据各个参数变化对其他参数的影响情况作出定 量的判断，可以知道某些参数变化多少就可以立刻保持三个平衡，可以判断出塔 的浓度是否达要求等等。 2 3 多元汽一液平衡的热力学基础及模型 多组分物系的气液相平衡【1 3 】【1 4 j 关系是进行多组分精馏计算的重要基础，但 它要比双组分物系复杂。因为根据气液平衡状态的自由度将随组分数目的增加而 增加，所以多组分物系不像双组分物系那样在一定压力下气液组成之间存在着一 一对应的关系，因而关联式的建立也更困难。 多组分物系的气液平衡可简单地分为理想物系与非理想物系两类。理想物系 系指液相为理想溶液，气相为理想气体所构成的物系，除此之外都成为非理想物 系。真正的理想物系是不存在的，但通常可把低压下的烃类混合物，异构物或同 系物的混合物视为理想物系。 相平衡的判别式应用于气液平衡时，即为： z ”= ，。( i - 1 ，2 n ) ( 2 1 ) 式中t 表示混合物中组分的逸度；上标v 指气相，上标l 指液相。 上式既是气液平衡的准则，又是气液平衡计算的最基本公式。具体应用时， 需要建立混合物中组分的逸度与体系的温度，压力，混合物组成的关系。下面就 是两种常用的热力学处理方法。 a 活度系数法 根据溶液热力学理论，将液相中组分的逸度与组分活度系数相联系，简称活 度系数法。 混合物中组分的逸度与体系的温度，压力和混合物组成有关。 对气相： z ”= $ ? ，( 2 2 ) 对液相，由活度与活度系数的定义式得出： z 7 = a ， 。= n 工，。( 2 3 ) 刀为标准态的逸度，取以l e w i s r a n d a l l 定则为基础的标准态，即纯液体i 在体系的温度与压力下的逸度。 z 。叫咄x p 等机( 2 _ 4 ) 指数项称为p o y n t i n g 因子，其意义为压力对z 。影响的校正。 由此得到 面? ，= ， p j 中? e x p 等咖( 2 5 ) 式中 y ，石i 一气液相中组分i 的摩尔分率； $ ? 一气相混合物中组分i 在体系温度t 和体系压力p 的逸度 系数； p j 一一纯组分i 在体系温度t 时的饱和蒸汽压； 中? 一纯组分i 在体系温度t 与它的饱和蒸汽压p ? 时的逸度 系数； k 纯组分i 在体系温度t 时液相的摩尔体积； y ，组分i 的活度系数。 ，值的关联，常用w i l s o n 方程或n r t l 方程或u n i q u a c 方程”1 计算，也 可以采用基团贡献法。 b 状态方程法 工程硕士论文 采用状念方程计算气液平衡的方法简称状态方程法。 由逸度系数的定义式，对气液相中的组分i 的逸度分别写成 对= 氓p y ? 黠= 雠y t p 由z ”= z 。得： 面? y ，= 击? x 。 2 4 多元精馏过程的数值模拟工具软件 a s p e n p l u s 是一种广泛应用于化工过程的研究开发、设计、生产过程的控制， 优化及技术改造等方面的性能优良的软件。该模拟系统是麻省理工学院于7 0 年 代后期研制开发的。由美国a s p e n p l u s 技术公司8 0 年代初推向市场，它用严格 和最新的计算方法，进行单元和全过程的计算，为企业提供准确的单元操作模型， 还可以评估已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计。这套系统功能齐 全，规模庞大，可应用于化工、炼油、石油化工、气体加工、煤炭、医药、冶金、 环境保护、动力、节能、食品等许多工业领域。 对于一个模拟过程来说，正确选择准确无误的物性参数是模拟结果好坏的关 键。a s p e n p l u s 为单元操作计算提供了热力学性质和传递性质参数，在典型的 a s p e n p l u s 模拟中常用的物理性质参数有逸度系数、焓、密度、熵和自由能。 a s p e n p l u s 自身拥有两个通用的数据库：a s p e nc d a s p e nt e c h 公司自己开发 的数据库；d i p p r 美国化工协会物性数据设计院设计的数据库。另外还有多个专 用的数据库，如电解质、固体、燃料产品，这些数据库结合拥有的一些专用状态 方程和专用单元操作模块使得a s p e n p l u s 软件可使用于固体加工电解质等特需的 领域，极大的拓宽了a s p e n p l u s 的应用范围。 a s p e n p l u s 具备过程模拟的一些高级功能，这些功能给研究、设计和应用工作 带来了极大的方便。 表2 1a s p e n 高级功能介绍 is e n s i t i v i t ya n a l y s i s 用来研究在变量变化的情况下的系 统的灵敏度 d e s i g ns p e c i f i c a t i o n s 通过改变操作变量和其他参数达到 预定的设计目标 d i a g r a m 在过程模拟过程中加入表格，图片 和文本 e s t i m a t i n gp h y s i c a lp r o p e r t i e s f o ra 加入或是估计流程所需的但数据库 中空缺的参数 n o n d a t e b a n k c o m p o n e n t a n a l y z i n gp r o p e r t i e s 在一定的范围内产生表格或是图象 形式的物理性质分析 工程硕士论文 第3 章多规格产品甲醇精馏塔建模及求解方法 3 1 多规格产品甲醇精馏塔的数学模型6 1 1 1 7 】 3 1 1 物料平衡方程 对于多组分的精馏物料平衡，馏出液、侧线出料和釜液的全部组成必须满足 全塔的物料衡算关系。 对全塔和其中某块塔板列物料衡算式可得： f = d + w + s k ( 3 1 ) f x n = d x 。f + w x 晰+ s t x 盛( 3 - 2 ) 乃+ + l + - j _ 一( 三+ 乱l j ) = o ( 3 3 ) 这里 f 入塔物流质量流量： d - 一塔顶出料质量流量： w 塔底出料质量流量； s 侧线出料质量流量； v 板上汽相质量流量： l 板上液相质量流量； 下标i 代表i 组分； 下标j 代表第j 块板。 在计算过程中，若所选的轻重组分是两个相邻组分，而这两个关键组分的挥 发度相差较大，分离要求也比较高，即两者分别在塔底和塔顶产品中的含量均控 制的较低时，则可认为比轻关键组分还轻的组分全部从塔顶产品中取出：而比重 关键组分还重的组分全部从塔底产品中取出，这种分离情况称为清晰分割。 若关键组分之间还夹有其他组分时，或非关键组分的挥发度十分接近时，比 轻关键组分还轻的组分在塔底产品中仍将存在，而比重关键组分还重的组分在塔 顶产品中也将存在，这种分离情况称为非清晰分割。 工程预：i j 论文 在仿真过程中为了提高计算的精度，采用非清晰分割。 3 1 2 相平衡模型 在前面的假设中把能够起一个平衡级蒸馏的塔板称为层理论板，在一层理 论板上，不管进入该板汽液组成偏离平衡的程度如何，离开汽液两相的组成一定 达到平衡。用方程表示就等同于下式： y ，f2 勺f f( 1 i m ，1 j ) ( 3 4 ) 这罩k 表示平衡常数，y ，x 表示汽相和液相质量分率。 同时对于塔板上的各种组分必须满足质量百分含量相加为l 的条件，以便在 计算过程中对( 3 - - 4 ) 式进行不断的修正。这个条件可以表示如下： 善扩1 ，善圹1 ( 1 ) ( 3 5 ) 3 1 3 能量平衡方程 假设塔设备的保温良好，热损失量可以忽略不计，在j 块板上的能量平衡方 程可以表示为： 一h 疗+ 0 + 1 h 卜i + 上j - i h 一l v j h 一( 工，+ s 工j ) ，= 0 ( 1sj ) ( 3 6 ) 在上式中，s 。l h 。表示k 侧线出料口出料的焓值。 当j = 1 时，利用上式结合给定回流参数可以计算塔顶的冷凝器的热负荷q 。 当j = n 时再结合其它参数可以计算再沸器的热负荷q 。 3 1 4 全塔模型 结合上面的分析，全塔模型可以表示为 f = d + w + s ( 3 1 ) f x 丹= + + 量b ( 3 2 ) 砌开+ 轨= d h d j + 胁聃+ s i h 研也( 3 - 7 ) 工程硕士论文 3 2 多规格产品甲醇精馏塔数学模型的求解方法 3 2 1 模型方程组的求解 对于描述精馏过程的上述方程组可以用三对角矩阵法、牛顿一拉夫森法、 逐板计算法等方法求解，这里介绍比较典型的弛豫法。设第j 块塔板上的滞液量 u ( 汽相滞留量忽略) ，记某时刻为t ，瞬间间隔为at ，则瞬间物料衡算式为： 甜。 u i i 2 l j - x _ 1 厂y i y j r u i + sk l j ) x j i + y h y j 扎i + f z ( 3 - 8 q 将相平衡方程( 3 - 4 ) 带入得 积。 u i i 2 l h x h j y i k 鳓一啦+ s k lj h + 。h k j + l , i x h i + f i z j i ( 3 - 9 q 以t + l 代替t + a t ，由一阶差分格式： c 争= 学p 姗 带入( 3 9 ) 整理后，得 一p l 一。_ f 卜t + l 。，+ l + ( + s t l ) + i v j k 且k 穷1 一+ 。k l + l x ，t + + l = x j + z ( 3 一1 1 ) 上式中得j = a t u ，为驰豫因子。上式等价与下面的矩阵形式 a f x f = d f ( 1 i 州) ( 3 一l o ) 上式中，a 为矩阵，x ，d 为向量。 上述方程应用到具体的计算程序中，首先确定理论板数n 后，塔顶和塔底的 流量及组成就唯一确定。选取合适的驰豫因子，并采用质量分率总和偏差和各组 分物料衡算偏差为收敛判断依据，按下述计算步骤求解： ( 1 ) 给定各板上p ， ( 2 ) 给各板上t 。v 的初值，由t ，z 计算k j i 的初值，并以进料组成z 。作为 x 。的初值； ( 3 ) 计算矩阵a 的元素和向量d ； ( 4 ) 用常用的线性方程组的计算方法“”解新得到的方程组，得x 。若 2 工程硕士论文 工1 ，则圆整孙： ，= i ( 5 ) 求各塔板得泡点温度t j ， ( 8 ) 计算各板v 。，l j ； ( 7 ) 判别是否满足收敛条件， 为止。 3 2 2 设计指标的求解 汽液相平衡常数k 。汽相组成y 。和热焓h 若不满足，重复上述步骤( 3 ) 到( 6 ) ，直到满足 在计算中必须涉及设计指标的计算。 首先，确定理论板数n 。由于塔顶和塔底的浓度已知，实际板数一定，只需 要确定塔板效率。在计算过程中由于有复杂的几股侧线出料，所以这个塔被侧线 物流分成了很多的塔段，假设每个塔段内的塔板效率相同，需要对各个塔段的板 效进行多次的尝试，最终使各股侧线和塔顶，塔底的出料浓度都能符合实际的值。 然后，确定各塔板上的压力p 。，但是实际参数中只有几块特殊板上的压力， 这样就需要对整个塔的压力分布进行函数拟和，使最终的各点的压力能符合实测 值，同时塔内的温度分布、浓度分布能够很好的符合实测值。 第三步，在计算各板的k 。时参考式( 2 5 ) ，其中涉及多项物性参数的计算。 这些参数需要从物性手册中直接查找，或是在利用各种方程计算得到。其它涉及 的物性参数也是通过同样的方法得到的。 3 2 3 整个流程的搭建1 1 9 i 上面的理论最终要落实到软件的应用当中去。a s p e n 软件可以利用图形界面 的b l o c k 和s t r e a m 的组合表示实际的工艺流程。 无论是预塔还是主塔，都采用了和工厂实际情况较为接近的模型( b l o c k ) 来 搭建。各股物流的连接方式也尽量接近实际情况，但是如果完全按照工厂中的设 备搭建方法来做，仿真反而难以达到很好的效果。 预塔的底部为两个再沸器，这里用一个来代替，可以达到一样的效果。塔顶 的冷凝器实际上是两个传热面积为1 1 0 m 2 的列管式冷凝器组成，仿真过程中用两 个h e a t e r 模型，两个f l a s h 2 模型，一个s p l i t 模型和一个m i x e r 以及一个p u m p 模 工程硕士论文 z t c o n 2 晶 图3 1a s p e n 软件的图形界面的流程图 型来代替。这完全是根据实际情况分析而来的。塔顶的蒸汽通过冷凝器时，由于 接触不好，部分蒸汽没有和水进行换热就直接被排到液封槽中，在第一个冷凝器 后加入一个闪蒸器同样也是由于有部分的蒸汽冷却的不够彻底就被释放到液封 槽中，在第二个冷凝器后加入另一个闪蒸器则是根据工厂实际的设备来设置的， 这个闪蒸器的压力等于大气压，同样担负着把不凝气体排放到液封槽的任务。冷 凝下来的液体和萃取水在m i x e r 混合后，由p u m p 加压打进塔顶。可见，以上的 几个模型的连接是在仔细的分析了工厂的流程和操作条件之后建立起来的。 主塔的顶部用了2 个h e a t e r 模型，一个f l a s h 2 模型，和一个p u m p 模型对实 际流程进行模拟。考虑到主塔的顶部蒸汽排放到液封槽中较少，冷凝效果较好， 所以就假设没有直接排空的蒸汽，不用s p l i t 。排空的蒸汽全部通过z t f l a s h 排放。 在两个塔的底部，工厂中的塔底出料和再沸器的进料不是同一股物料，而是 在塔底有两个不同的出口直接出料，两个口相差大概5 0 c m ，浓度几乎没有差别。 所以在这里通过一个s p l i t 来分离。 结合实际情况，经过上述分析，最后的在a s p e n 软件中的流程搭建工作和实 际工况达到了很好的吻合。这一点可以在后面的实际结果分析中得到验证。 工程硕士论文 第4 章多规格产品甲醇精馏塔的仿真分析 4 1 现场数据的标定及仿真模型参数的整定 4 1 1 巨化甲醇精馏塔运行数据的标定 甲醇精馏塔运行数据主要来源于车间定时的报表记录和专门为这个项目所 做的一些采样分析结果。得到的数据一般都是取于不同的时间，这罩假设系统在 一定的时间段内一直处于稳念，忽略微小的波动，那么这些参数可以结合起来作 为塔的运行数据。 对各股物流进行实际取样分析检测，并且参考车间的报表记录，标定参数在 下面列表( 表4 1 4 4 ) 中列出。 表4 1 物流参数1 一一物流位置，温度，流量参数标定值 物流名称( 预塔部分)具体位置相温度流量 粗甲醇进料预塔第4 4 块板液4 81 0 3 c u m h 预塔萃取水预塔顶液1 7 c u m h 预塔回流预塔顶液5 87 o c u m h 预塔塔顶出料预塔顶气 物流名称( 主塔部分)具体位置相温度流量 主塔入料主塔6 8 块板液 7 41 4 o c u m h 主塔回流主塔顶液6 02 0 o c u m h 主塔塔顶出料主塔顶气 精醇采出1主塔第7 块板液9 6 o t u n d 精醇采出2主塔第2 1 块板液5 o t u n d 精醇采出3主塔第2 7 块板液 6 86 5 o t u n d 杂醇采出主塔第7 3 块板液0 0 6 c u m h 主塔塔顶出料主塔顶气 塔釜出料主塔底液 1 0 6 表4 2 物流参数2 一物流浓度标定值 l预塔水甲醇乙醇垢酮止己烷正丙醇f 酮异丁醇正丁醇正癸烷正戊醇 i 粗甲醉入料 86 2 29 】2 40 0 s 6 30 0 6 70 0 0 1 1 80 0 2 4 6 】00 0 1 6 80 0 0 9 2 90 0 0 7 8 300 0 】4 4o0 0 3 4 4 ij l 冷凝器3 96 35 98 00 0 0 9 90 1 2 1 9 l 00 0 9 8 9o0 0 1 4 40 4 1 0 3 400 0 2 3 20 0 1 0 9 l0 0 0 】4 6 工程硕士论文 主塔水甲醇乙醉丙酮正己烷止阿醇丁酮异丁醇正j 醇正癸烷正戊酵 入料( 捌星) 2 52 67 4 6 400 6 0 200 1 7 6 90 0 0 0 9 600 0 7 5 900 0 6 6 800 0 3 0 5 第7 块板 l 耩牌0 0 1 9 2 1 9 99 50 0 3 1 300 0 1 6 9 2 l 块扳出精醇0 0 2 9 4 2 9 98 30 1 3 3 70 0 0 0 0 500 0 0 9 6 i2 7 块扳出精醇 0 0 4 8 6 69 95 0o2 5 盯0 0 0 0 5 2 f杂醉 3 96 35 35 308 4 627 2 7 14 5 212 2 20 0 0 0 2 805 9 2 3 i残被 9 92 807 1 0 00 0 0 1 800 0 2 4 90 ，0 0 0 2 900 0 0 2 5o0 0 0