制苯车间分离序列综合设计.doc

大作业分离序列第四组一 前言多组分分离顺序的选择是化工分离过程常遇到的问题。用塔系分离多组分混合物时，涉及到先分离哪个组分，后分离哪个组分的问题，因而除了分离方法的选择外，还必须对分离塔的排列顺序做出决策。选择最合理的分离方法，确定最优的分离序列，以降低其各项费用，是分离序列综合的主要目的。分离序列的综合可定义如下：给定已知条件（组成、流量、温度、压力）的一股进料物流，要求系统的合成某个分离序列，使得它能以最小的费用将这股进料分离而得到预先规定规格的产品。即 式中 IS的字集；某个可行的分离器；分离器的年总费用；S可以产生规定规格产品所有可能的分离序列；N欲分离混合物的组分数；分离器的设计变量；X的可行域；总费用。上述问题属于非线性混合整数规划问题，这是一方面要对由S产生的所有子集I做出离散决策，另一方面要对在连续范围内变化的设计变量做出连续决策。因此合成分离序贯问题是一个两水平决策问题，其中高水平决策问题是找出最优分离序贯及各个分离器的特点。低水平决策问题是找出每个分离器设计变量的最优值。为简化问题，假设所讨论的分离过程只局限在采用简单塔进行蒸馏操作的情况。所谓简单塔，是指：（1）一个进料分离为两个产品；（2）每一个组分只出现在一个产品中，即锐分离；（3）塔底采用再沸器，塔顶采用全凝器。在讨论分离序列的综合方法时，需要采用顺序表把进料的组分按照一定的规律排列起来。蒸馏操作中一般按照组分的相对挥发度大小排列各轻重组分。二 问题的提出及模型的建立、简化A 工程背景：我们所分析的对象是燕山石化化工一厂的制苯车间，重点是制苯装置。制苯装置是乙烯装置的配套工程，每年消耗乙烯装置的副产品裂解汽油30.02万吨，经国家氢和抽提两个单元，年产出7万吨，为化工一厂苯乙烯装置，化工二厂苯酚丙酮和化工三厂的间甲酚等装置提供原料。制苯装置包括加氢单元和抽提单元两部分。在加氢单元，鉴于以裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同，国内外普遍采用两段加氢法。虽然所用原料因各厂具体情况而异，但必须先经过预分馏分以及馏分，只选取馏分作为两段加氢进料。抽提单元是采用四甘醇作为溶剂的芳烃抽提装置，将加氢后的先进行切割塔分馏，然后经过抽提系统及苯塔精馏，主产品为纯苯，副产品有馏分，抽余油等，当苯甲苯抽提工况时副产品为甲苯。B 分离序列模型本文讨论的制苯装置是用乙烯装置的副产品裂解汽油作为原料的，裂解汽油中除含苯，甲苯，二甲苯外，还有单烯烃，双烯烃，饱和烃（直链烷烃，环烷烃）以及含硫，氧，氮的有机化合物，根据色谱分析有200多种组分，组成相当复杂。这种油的特点为稳定性差，存放过程中易聚合生成低聚度产物（胶质），故在应用中必须先经过加氢工艺处理。其具体组成见下表：组分质量分数（%）所含物质摩尔分数（%）0.15正丁烷，异丁烷0.765819.31正、异、新戊烷，环戊烷23.812.52的烯烃和环烷烃11.37苯24.34苯27.72苯乙烯2.16苯乙烯1.84乙苯3.88乙苯3.26对二甲苯1.80对二甲苯1.51间二甲苯1.70间二甲苯1.42邻二甲苯1.50邻二甲苯1.26甲苯13.22甲苯12.819.25芳烃，NA,苯乙烯14.25其它0.17硫、氧、氮、金属等有机化合物0.0042其中，和硫、氧、氮、金属的有机化合物在进料中的摩尔分数很少。首先用加氢的方法分解除去进料中的硫、氧、氮、金属等有机化合物，分解为，金属及相应的烃，有机金属化合物分解后，金属沉积在催化剂上，然后用精馏原理，将反应过程生成的，轻质烃等以稳定塔顶分离。由于苯乙烯，乙苯，对二甲苯，间二甲苯，邻二甲苯同属于芳烃，性质相似，故将其归为一个大的组分。整理后的表格如下：编号组分质量分数所含物质摩尔分数A19.31正丁烷，异丁烷23.8B苯24.34苯27.72C12.52的烯烃和环烷烃11.37D甲苯13.22甲苯12.8E11.04苯乙烯，乙苯，对二甲苯，间二甲苯，邻二甲苯9.29F19.25芳烃，NA,苯乙烯14.25查资料得到各组分物性值如下（其中 E组分的物性值是由各纯组分的物性值加权平均计算得出）：编号组分摩尔分数沸点/KA23.8305.025.10B苯27.72353.330.76C11.37360.030.00D甲苯12.8383.833.18E9.29413.436.21F14.25435.038.00然后由公式式中 T相邻组分沸点的平均值（K）； T相邻组分沸点的差值（K）； P大气压力，760mm汞柱得到相邻组分的相对挥发度如下表：编号沸点/KTA305.0329.1548.30.1474.79B353.3356.656.70.01881.225C360.0371.9023.80.0642.00D383.8398.6229.640.0742.251E413.4424.2221.560.0511.76F435.0为此，本小组将进料分成了A、B、C、D、E、F六个组分进行分离。下面就分别用动态规划法、分离度系数有序探试法和相对费用函数法对该序列进行排列，以得到优化。C 费用函数的提出估算分离过程的费用是一件很难的事，也是很复杂的过程。在具体的操作过程中更是受到不同环境和条件的影响，很难找到一种确定的、可信的模型来普遍性的描述分离过程的费用。我们查了一些资料和文献，并就此问题问过老师，除了大型化工软件和一些基于大型数据库的费用模型，目前一般估算精馏塔费用的模型，都是在严格的假定和限制范围内的，对某一过程进行模拟和估算，对其它体系或过程误差是比较大的。我们对精馏塔费用的构成进行了分析，并结合化工原理课程学过的知识，利用手中掌握的一些数据，对我们要进行塔分离序列模拟和优化的制苯装置系统进行了模拟和估算。操作设备的最初费用包括基础、支架、安装、外壳、和内件、隔热、泵、鼓风机、配管、加热器、冷却器以及诸如仪表、控制、热交换器、或特殊附属设备等辅助设施的开支。操作费用则包括流体循环所需的动力、维修、人工、冷却水、蒸汽和不能回收的物料。这些费用之间的平衡可以形成一个最优经济设计。板式塔的购置费用可分为以下几个部分：（1）外壳费用，包括封头、裙座、人空和接管口；（2）内件费用，包括塔板和附件、填料、支承物和分布板；（3）辅助费用，如平台、便梯、栏杆和隔热层。根据资料，板式塔（包括塔板平板、泡罩、升气管、降液管和结构钢部件的费用）的塔板费用，若采用筛板塔板（不锈钢），塔径在2000mm的情况下，安装完毕的费用为1650美元/塔板， 根据图表估算，在本例所涉及的分离，塔板数会在2060块之间，总费用在几万几十万左右。我们对一些精馏塔费用的模型进行了分析，精馏塔的费用一般包括操作费用和设备费用。而在设备费用中，最大的影响因素在于其塔板数，而塔板数又跟相对挥发度有关，根据教科书中给出的关系：。而操作费用中回流比、馏出物流量直接影响了冷凝器和再沸器的负荷。而在做全塔的能量衡算中，汽化热对操作费用的影响也是不可忽略的。首先，我们要对我们处理的系统进行简化，做出一下假设。1 制苯装置处理的是乙烯装置的副产品裂解汽油。在体系中除了一些矿物质和杂质（约占1%左右），全部为的轻烃，我们在处理中认为他们是理想的混合物。2 简单塔、锐分离3 假设所有塔中蒸汽通过塔自由截面的允许速度都相同。4 不考虑塔板间和各塔间压降的问题5 塔内分离的物质对他没有腐蚀作用。6 所有塔都以304型不锈钢作为材料建造。我们基于化工原理的知识分析，费用函数F=f(塔顶采出量，冷凝器和再沸器消耗，相对挥发度，汽化热)建立模型其中：F为总费用，为轻组分的和，从塔顶馏出，为重组分的和，走塔底。为相对挥发度，r为汽化热我们根据参考文献3提供的不同分离器的费用数据对上式进行了拟合，得到k=1.2;m=0.7;n=0.4;s=0.74;t=0.2得到模型该模型与书中给出的费用值差距不大，对于对制苯装置中处理的烃的精馏塔费用的估算，有一定的可信度。由于数据较早，所估算出来的数据一般为几万几十万之间，由于经济的发展以及各方面因素的影响，现在塔的平均费用要高出不少，但由于做分离序列的优化中更加注重的是相对费用，所以在比较过程中不会对结果造成严重的影响。三、制苯装置一、装置简介(一)装置发展及类型1.装置发展制苯装置是以乙烯装置的副产品裂解汽油和氢气为原料，应用各种技术，以生产纯苯为主产品，同时副产多种石油化工原料的石油化工装置。裂解汽油在制苯装置中通过加氢、抽提分离得到纯苯，同时可得到C5、C9、甲苯、抽余油、C8等重要的副产品。裂解汽油加氢工艺随着催化剂的进步由原来的高温Co、Mo系列，向低温贵金属系列发展。工艺路线也向全馏分深度加氢发展。制苯工艺也以抽提制苯为主，逐渐淘汰了能耗高、损失率大的甲苯脱烷基及二、三甘醇抽提的工艺方法。普遍采用的为四甘醇、环丁砜为溶剂的工艺方法。N甲酰基吗啉抽提工艺为目前国际较先进的水平。2.装置类型(1)加氢工艺类型裂解汽油中除含苯、甲苯、二甲苯外，还含有单烯烃、双烯烃、饱和烃(直链烷烃、环烷烃)以及含硫、氧、氮的有机化合物，根据色谱分析，有200多种组分，组成相当复杂。这种油的特点为稳定性差，存放过程中易聚合生成低聚合度产物(即胶质)，故在应用中必须先经过加氢工艺处理。鉴于从裂解汽油中除去双烯烃、单烯烃和硫、氧、氮有机化合物的条件不同，国内外普遍采用两段加氢法。一段加氢主要是双烯烃加氢;二段加氢主要是单烯烃加氢，同时将硫、氧、氮有机化合物加氢转变为相应的硫化氢、水和氨而被除去。裂解汽油选择性加氢过程中催化剂起着关键性的作用，随着乙烯丙烯工业的飞速发展和裂解汽油加氢装置的不断增加，国内外对此类催化剂，尤其是一段加氢催化剂的研究开发和工业应用高度重视。从催化剂类型分为两段高温加氢和一段低温二段高温加氢工艺。从加工物料分为全馏分加氢和分馏加氢。由油品的不同使用目的又可分为一段加氢和两段加氢。加氢工艺类型比较如表所示。裂解汽油加氢工艺类型比较类型两端高温加氢一段低温二段高温加氢一段加氢特点1. 使用Co、Mo系列催化剂2. 反应温度在200-380之间3. 两段催化剂均采用预硫化工艺1. 一段催化剂采用贵金属催化剂，如：Pa2. 一段反应温度为35-883. 二段采用高温催化剂，如：Co、Mo、Ni4. 二段反应温度200-380温度5. 二段催化剂采用预硫化工艺采用一段不完全加氢，主要用于汽油添加剂比较1. 能耗高2. 催化剂结焦速率快，有效运行时间短3. 两段均采用预硫化工艺，危险大，工艺复杂1. 能耗相对降低2. 工艺简单操作条件相对暖和物料不能用于芳香烃(2)抽提工艺类型从重整油和裂解汽油中分离芳烃的方法有溶剂抽提法、吸附法、抽提蒸馏法、共沸蒸馏法等。目前，溶剂抽提法是工业生产轻芳烃的主要手段。自1952年美国环球油晶公司(UOP)和道化学公司(DOW)研究成功以二乙二醇醚(又称二甘醇)为溶剂的UDEX法投人工业生产以来，各国又研究成功了环丁砜为溶剂的Sul。Folanle法，甲苯吡咯烷酮为溶剂的Arosolvan法，二甲基亚砜为溶剂的IFP法以及N甲酰基吗啉为溶剂的Formex法，并陆续投入生产。此外，UDEX法已陆续改用二甘醇(DEG)和二丙二醇醚(DPG)混合溶剂三甘醇(TEG)、四甘醇(TETRA)或二乙二醇胺(DCA)作抽提溶剂。这里主要介绍N甲酰基吗啉(NFM)抽提蒸馏组合工艺专有技术，溶剂使用甲酰基吗啉(NFM)。将加氢后的C6C7先进行切割塔分馏，然后经过抽提系统及苯塔精馏，主产品为纯苯，副产品有C7馏分、抽余油等，当苯、甲苯抽提工况时副产甲苯。(二)装置单元组成与工艺流程1.组成单元制苯装置的主要构成为加氢单元和抽提单元，加氢单元分为预分馏系统、脱砷系统、两段加氢系统、氢气压缩机系统、C8加氢系统和稳定塔系统;抽提单元分为精馏系统、抽提蒸馏系统和白土塔系统。(1)预分馏系统这个部分包括脱戊烷塔、脱砷反应器、预分馏塔和C8分离塔。脱戊烷塔的作用是切除裂解汽油中的C5-馏分;CHP脱砷作用是为了防止催化剂的砷中毒，将原料中的砷含量降至50PPb以下;预分馏塔的作用是分离C6C7和C8C9馏分，C8分离塔主要作用是分离C8和C9+馏分。(2)脱砷系统将原料中的砷脱除，主要包括混合器及脱砷反应器。(3)两段加氢反应系统加氢反应分为两段，为防止不稳定的双烯烃在高温下聚胶;所以采用两种催化剂，在不同的操作条件下进行两段加氢处理，一段加氢选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂，在比较缓和的条件下将原料中的双烯烃加氢成为单烯烃，使一段加怪油双烯值2.5，同时也有一部分单烯烃加氢成饱和烃。反应为放热反应。二段加氢选用高活性的钻钼镍(Co、Mo、Ni)系催化剂，在比较苛刻的条件下，将剩余的单烯烃加氢，并分解除去进料中的硫、氮氧、金属等化合物，分解为H2S、NH3、H20、金属及相应的烃，有机金属化合物分解后，金属沉积在催化剂上。在上述主反应进行的同时，也有少量芳烃加氢和裂解等副反应，生成少量的轻质烃。这些反应都是放热反应。(4)C8加氢系统C8加氢系统选用低温、活性高的钯(Pd)系催化剂，在比较缓和的条件下将C8中的双烯烃和苯乙烯加氢成为烷烃和乙苯。(5)氢气压缩系统氢气压缩机包括：补充氢压缩机和循环氢压缩机。(7)精馏系统其作用为C6、C7，馏分的分割及苯馏分的精馏。(8)抽提系统主要包括抽提蒸馏塔、汽提塔、非芳烃蒸馏塔及溶剂再生塔，是利用甲酰基吗啉作溶剂进行抽提蒸馏，实现非芳烃与芳烃的分离。(9)白土塔系统包括白土塔及所属过滤器、换热器等，除去芳烃产品中的微量溶剂和分解物吗啉。2.工艺流程从界区外来的裂解汽油进入本装置后，送至脱戊烷塔。脱除C5及更轻的烃类，C5馏分副产品送往界外。塔釜液与定量打人的CHP在混合器混合均匀，一起进入脱砷反应器，再进入预分馏塔。塔顶馏出物料为C6C7，馏分，进入两段加氢系统。塔底C8、C9+馏分进入C8分离塔进行分离。塔底得到C9+馏分副产物外送。塔顶C8馏分进入C8一段加氢系统进行C8加氢处理。C8加氢采用一段加氢催化剂(Pd系催化剂)，物料和氢气由顶部进入固定床，大部分双烯不饱和化合物被加氢。之后作为副产品送出。C6C7馏分与新鲜氢气从反应器底部进入，混合通过催化剂床层，进行加氢反应，大部分双烯不饱和化合物被加氢。反应的人口温度控制在3080，反应压力为2.6MPa。反应后的汽液混合物料经反应器级间闪蒸罐进行气液分离，并在二次闪蒸罐中将冷凝液分离，富氢气体送往一段循环气压缩机;液相一部分返回一段反应器入口，作为一段反应器内的循环物料;另一部分进入二段加氢反应系统。物料在二段反应器进出料换热器内进行换热，到混合器与氢气混合、汽化进入级间加热炉加热到反应器进口温度，然后送人二段反应器。二段反应器人口温度控制在230300，反应压力为4.8MPs(表)，在二段反应器中全部的不饱和烃被完全加氢并脱除硫、氮等杂质。反应器出来的物料，换热、冷却后进入高压闪蒸罐进行气液分离。闪蒸氢气经二段循环气压缩机升压后循环使用。液体进入低压闪蒸罐再次闪蒸，以除去剩余的轻组分。之后在稳定塔除去H2S等轻组分。送往芳烃抽提作原料。加氢汽油C6C7馏分进入切割塔进行C6、C7馏分的分离。C6馏分由塔顶蒸出，与塔釜液C7馏分分别进入抽提蒸馏塔。来自汽提塔塔釜的热贫溶剂进入抽提蒸馏塔第17块板。净化溶剂进入第1块板位置。在抽提蒸馏塔内经过多级汽液平衡，芳烃组分富集在溶剂当中从塔底排出，进入汽提塔;非芳烃组分从塔顶流出，进入非芳烃蒸馏塔后外送。在汽提塔富溶剂进行减压蒸馏，使芳烃和溶剂分离，塔顶采用的苯、甲苯产品再经过白土处理后在苯完成分离。塔顶产出苯产品，塔釜产出甲苯产品。汽提塔釜的贫溶剂，分两路返回抽提蒸馏塔循环使用。图31为制苯生产工艺方框流程图。 (三)化学反应过程加氢单元的化学反应包括如下反应：脱砷反应：一段反应器使用的是钯系催化剂，对砷敏感，微量的砷可使钯系催化剂中毒而失活，所以，物料加氢前必须进行脱砷处理。脱砷剂用的是CHP，活性组分是过氧化氢异丙苯，机理是使物料中的砷重质化，反应表示如下： 加氢反应影响因素：加氢反应为放热反应，因此，必须小心地控制反应温度，以防止热裂解及聚合反应的发生。特别是一段反应器的操作温度控制较二段反应器要严格得多。有关的主要反应参数有反应温度、反应压力、氢油比、空速等。(四)主要操作条件加氢及抽提制苯的装置工艺比较多，不同工艺操作条件不同。表313、表314为燕山石化制苯装置的主要工艺参数。 (五)原料及产品安全性质1.原料：(1)裂解汽油，其组成成分较复杂，主要包括非芳烃C5C8和芳烃C6-C7组分以及C9+等。其相对密度：水二18寸为0.700.78，空气二1时为34。易燃，火险分级为甲类。闪点43，自燃温度255390，爆炸下限1.4%(体积)，爆炸上限7.6%(体积)。其蒸气与空气形成爆炸性混合物，遇明火极易燃烧爆炸。因此极具危险性。(2)氢气，五色无臭气体。相对密度：水：1时为0.07(252)，空气二1时为0.07。易燃，火险分级属甲类，闪点50，自燃温度400，爆炸下限4.1%(体积)，爆炸上;限74.1%(体积)，可见爆炸范围极宽，是很危险的气体。2.产品产品性质如表315所示。 苯对人体健康非常有害，会使血液内的白血球下降，降低人的免疫功能，在国家卫生部2003年公布的高毒物品目录中，苯被列人其中。车间最高允许浓度为40mg/m3。3.副产品该装置副产C5馏分、加氢C8馏分、C9+馏分及燃料气四种副产品。：这些产品都是甲类易燃液体，其蒸气与空气形成爆炸性混合物遇明火能引起燃烧爆炸。二、重点部位及设备(一)重点部位1.加氢反应器系统加氢反应系统是制苯装置生产关键设备部位。包括两台加氢反应器。一台C8加氢反应器和一台预硫化反应器。分离罐是气液分离设备，也是加氢系统的压力控制点。6台氢气压缩机组成的压缩机组是装置的心脏部位。两台加热炉为正压式圆筒炉，是二段加氢反应的热量来源。也是系统的控制重点。高温换热器在开、停车过程中，或正常操作中因温度变化，极易发生泄漏。冷却器也均在高压下操作。预硫化氢气预热器为高压蒸汽加热富含H2S氢气介质的换热器(间断使用)。若以上部位发生事故将会导致恶性事故的发生。2.预分馏及抽提系统(1)脱砷反应系统由于脱砷剂过氧化氢异丙苯的化学性质极不稳定，易在物料带水或物料停留时间过长时在脱砷反应器部位发生物料聚合。发生事故会导致装置局部或全部停工。脱砷剂储罐注意温度过高发生分解爆炸，在加装CHP时会产生静电火花引起爆炸，加装CHP所用气泵没有置换于净，其他化学物质混入CHP储罐中，与过氧化氢异丙苯发生化学反应会引起爆炸。(二)重点设备装置的重点设备以两段加氢反应器为主，包括重点机组补充氢压缩机和循环氢压缩机。另外反应系统的第二循环氢冷却器、二段进料预热器、循环氢预热器以及高压闪蒸罐和加热炉，出现问题后处理不当都会造成部分或全部装置停工，或导致恶生事故发生。1.加氢反应器加氢反应器是制苯装置的生产关键设备，燕化公司制苯装置的两台加氢反应器使用了20年，一段加氢反应器(R201)在1990年再生时发生超温，造成筒体间断裂纹，虽经修复，但属监护使用，在1994年改造后降压至2。6MPa(原操作压力为5.9MPa)，由于使用了钯系催化剂，R201入口温度为5085，比原来的操作温度(260)大为降低。二段反应器(R301)原设计压力为6.6MPa，设计温度为360，目前压力定为5.4MPa，操作温度严格限制，不得超过3600。两台反应器当温度压力发生变化时，易造成反应器超温和泄漏。2.硫化反应器二段加氢催化剂中的活性组分Co、Mo元素，是以氧化态的形态附在氧化铝骨架上，为了使催化剂有充分的活性和选择性，并且抑制不希望发生的加氢裂化和聚合反应，催化剂活性组分应变成硫化态下操作，催化剂在第一次使用或经过再生操作后，要对催化剂进行预硫化。催化剂预硫化操作时间7lOh，但硫化流程长，易产生泄漏点，造成浓度较大硫化氢外泄。在加氢系统中硫化氢对设备易造成严重腐蚀，另外硫化剂更换时要做好置换工作，避免硫化物自然。3.高压分离罐高压分离罐是气液分离设备，也是加氢系统的压力控制点。高压分离罐是加氢系统的高低压分界，二者的液面计、压力表、安全阀、调节阀等失灵，均能造成严重影响，液面过高会造成氢压机系统带油损坏氢气压缩机，严重时造成压缩机撞缸，液面过低则易发生高压窜低压而引起爆炸事故。4.氢压机系统氢气压缩机是装置的心脏，如果循环氢压缩机一旦发生故障停车，循环氢流量突然降低，将会使反应器内热量无法带出，会造成“飞温”使加热炉管过热，造成催化剂和设备损坏。另外氢气压缩机厂房内易发生氢气泄漏事故。5.加氢换热器加氢换热器在停车过程中或正常操作中因温度变化，极易发生泄漏。6.加热炉反应系统中加热炉是为反应部分提供热量的，炉管内充满高温高压氢气，如炉管壁温超高，将会使炉管寿命缩短，严重超温会导致炉管爆裂，造成爆炸事故。在操作时要严楷按操作法进行操作。在停炉时注意把火嘴根部阀门关闭，防止电磁阀泄漏，造成燃料气在炉膛积聚发生危险。在点火时行点长明灯火嘴，后打开主火嘴阀门，投主火嘴。7.脱砷系统脱砷剂储罐注意温度过高发生分解爆炸，在加装CHP时产生静电火花会引起爆炸，加装CHP所用气泵没有置换干净，其他化学物质混入CHP储罐中，与过氧化氢异丙苯发生化学反应会引起爆炸。(安全管理交流-)8。抽提蒸馏塔在塔内完成苯抽提和非芳脱除的主要任务，该塔处理量大，热交换量大。由于进料多样、操作复杂，有一定的危险性。是抽提制苯的重要设备。四 动态规划法动态规划法是解决多阶段决策过程最优化问题的一种方法。根据动态规划原理，如果一个分离序列是最优的，则综合该分离序列的各步决策也必定是最优的。综合分离序列问题恰好可以看成是一个多步决策过程。动态规划法属于隐枚举法，它是一个比穷举法有效得多的算法。实质上，它是在一个比原搜索空间小得多的空间上进行穷举的一种算法。用一种分离方法把六个组分的混合物分离成六个纯组分的产品，共有42个不同的分离序列数，21个子群数和35个分离子问题即35个不同的分离器，可以把它看成五步决策过程。由拟合的费用公式得到各个塔的费用如下表：编号子物流组切割点完成该切割分离器费用元/年包括子序列的分离总费用元/年子物流组分离费用最小值元/年1（，）0.35940.35940.35942（，）1.32311.32311.32313（，）0.30410.30410.30414（，）0.26330.26330.26335（，）0.31410.31410.31416(A,B,C) A/BC0.41241.73551.73557AB/C2.3012.66048(B,C,D) B/CD1.7892.09312.09319 BC/D0.82312.146210(C,D,E) C/DE0.37830.64160.641611 CD/E0.46790.77212(D,E,F) D/EF0.38180.69590.695913 DE/F0.67470.93814(A,B,C,D) A/BCD0.46182.55492.554915 AB/CD3.11063.774116 ABC/D1.22682.962317（B,C,D,E）(B,C,D,E)B/CDE2.3072.948618 BC/DE1.0242.61042.610419 BCD/E0.85952.952620(C,D,E,F) C/DEF0.46171.15761.157621 CD/EF0.67861.296822 CDE/F0.97871.620323(A,B,C,D,E) A/BCDE0.49333.10373.103724 AB/CDE3.5434.544025 ABC/DE1.5263.524826 ABCD/E1.1713.725927(B,C,D,E,F) B/CDEF2.3483.505628 BC/DEF1.2493.2683.26829 BCD/EF1.2473.654230 BCDE/F1.5764.186431(A,B,C,D,E,F) A/BCDEF0.53643.80443.804432 AB/CDEF4.0835.600033 ABC/DEF1.8624.293434 ABCD/EF1.6984.567035 ABCDE/F2.0555.1587由上表得出最优的分离序列为：五 分离度系数有序探试法所谓探试法实际上就是经验法，它在实际过程综合应用中具有不可忽视的潜力。其中经验规则可分为四大类。这些规则在实际应用中常常互相冲突。根据某一理由该用某一型式的分离器和分离序列，而根据另一理由又该用另一型式的分离器和分离序列。所以上述规则的真正价值在于减少需要评比的不同分离序列的数目，删去大量与经验规则根本矛盾的分离序列。将易分离系数CES值用于该混合物，得到的结果见下表：其中式中 产品摩尔流量的比值，取B/D和D/B比值小于等于1的数值。这里，B、D分别为塔釜、塔顶产品的摩尔流量。欲分离两个组分的沸点差。也可按计算。组分组成摩尔分数（%）相对组分间相对挥发度 容易分离系数CES A23.84.79118.38 B27.721.22521.17C11.372.0059.01D12.82.25140.18E9.29 1.7613.43F14.25求解步骤如下：第一步，由经验规则M1、M2，采用常规蒸馏。第二步，经验规则D1、S1未用。第三步，由经验规则S2，组分B、C的相对挥发度最小，即=1.225，最难分离，故放在最后分离。第四步，由经验规则C1，组分A、B含量最大，应先分离。但因为经验规则S2优于经验规则C1，所以组分B不宜先分离出去。第五步，由经验规则C2，加上CES值的考虑，则A/BCDEF，即A、B间为分离点较宜，此时CES=118.38为最大。第六步，现考虑B、C、D、E、F的分离方案选择，需比较各分离点的CES值，见下表：组分编号组成摩尔分数相对组分间相对挥发度容易分离系数CESB27.721.22513.07C11.372.0092.96D12.802.25156.75E9.291.7617.70F14.25所以，B、C、D、E、F三个组分的分离应优先采用BC/DEF的方案，其CES值最大。第七步，最后考虑D、E、F的分离方案选择，也需比较各分离点的CES值，见下表：组分编号组成摩尔分数相对组分间相对挥发度容易分离系数CESD12.802.25168.02E9.291.7649.03F14.25所以，D、E、F三个组分的分离应优先采用D/EF的方案，其CES值最大。则该题的解答为下图所示的分离序列：六 相对费用函数法相对费用函数是1997年北京化工大学施宝昌等提出的。作者通过大量的严格法模拟计算和归纳总结，提出了更为合理的非线形相对费用函数F以取代线形函数分离容易度系数CES，进一步提高了探试法用于分离序列合成的实用性、可靠性和适用性。其表达式如下： 式中； D塔顶摩尔流率； W塔釜摩尔流率； T两分离组分沸点差。将相对费用函数F用于该混合物，得到的结果见下表：组分编号沸点/K组成摩尔分数fFA305.023.8048.30.31230.833B353.327.726.70.94101.337C360.011.3723.80.59010.9350D383.812.8029.640.30790.9709E413.49.2921.560.16621.165F435.014.25由相对费用函数F值判别，A、B之间的F值最小，所以首先应从A、B间分割。即A/BCDEF，其中BCDEF为五组分问题，可按同样方法判别最低费用切割点。计算BCDEF的F值列于下表：组分编号沸点/K组成摩尔分数fFB353.327.726.70.58101.388C360.011.3723.80.92960.9024D383.812.8029.640.45370.9100E413.49.2921.560.23291.117F435.014.25由F值判别，C、D之间的F值最小，所以应从C、D间分割。即BC/DEF，其中DEF为三组分问题，计算DEF的F值列于下表：组分编号沸点/K组成摩尔分数fFD383.812.8029.640.54380.8839E413.49.2921.560.64510.9530F435.014.25由F值判别，D、E之间的F值最小，所以应从D、E间分割。则该题的解答为下图所示的分离序列：七 三种不同方法的比较和其他方法从理论上讲，动态规划的计算结果可靠性最高，但其计算工作量十分庞大，工作效率很低；而分离度系数有序探试法计算过程简单，但往往偏离最佳效果；而相对费用函数法，保持了计算过程简单，而结果相对比较精确的优点。上面用了三种不同的方法对塔序进行排列，得到了相同的结果，证明这种序列应该是最优的顺序。但任何一种方法的建立均有一定条件的简化，因此限制了其结果的正确性。另外，数学规划法包括动态规划法、分枝界限法、有序分支搜索法和有序搜索法等等。分支界限法是数学规划法的一种，它不必搜索全部分离子问题便可以找到最优分离序列，从而使搜索空间进一步缩小。分支界限法的一般过程为：1， 利用顺序表导出所有可能的分离子问题和由分离序列构成的树2， 构造基本分离序列，并计算其对偶和初始界限3， 分支搜索最优分离序列，对那些对偶界限大于基本序列初始界限的部分或完整分离序列予以舍去八 调优法所谓调优法，就是按照一定的调优规则和策略对某一初始分离序列，进行逐步改进而搜索最优分离序列的一种方法。该法包括三个方面的内容：建立初始分离序列；确定调优规则；制定调优策略。（1）初始分离序列的建立有两种方法：利用前面介绍的探试法确定初始方案；已有的流程方案或现有生产装置序列作为初始方案。（2）确定调优规则 调优规则应具有以下四条性质：有效性；完整性；可逆性；直观合理性。（3）制定调优策略为了尽快地得到最优方案，在利用调优规则对初始分离序列进行调优时，需要在一定的策略指导下进行。调优策略不同，效果不同。现有的调优策略大概有下列四种：广度第一策略；广度第一探试策略；深度第一策略；超前策略。通过采用调优法则，对由探试法得到的序列进行调优，产生当前流程图的所有近邻流程图，并利用经验规则筛选出较有希望的近邻流程图，只对这个较有希望的近邻流程图进行计算评价，从而产生下轮搜索的当前流程图。重复上述步骤，知道没有改进时为止。首先把探试法得到的塔序列编号如下：然后将算子和交换位置，得到上近流程图，如下图（a）所示。同样，将算子和交换位置，产生下近流程图，或者将算子和交换位置，或者将算子和交换位置，又产生两个下近流程图，这三个下近流程图如下图（b）、（c）、（d）所示。(a)(b) (c)(d)图（a）、（b）、（c）、（d）所表示的流程图是这是所能产生的全部近邻流程图。通过计算，（a）所示的流程图的年总费用为元，（b）、（c）、（d）所示的流程图的年总费用分别为元、元和元，均劣于初始流程图。因此，由探试法得到的初始流程图可以作为最优或接近最优的流程图。由此得出结合经验规则的调优综合法是个十分有利的工具。九序列与实际生产中分离序列的比较本例是利用在化工过程分析与合成课上所学到的分离序列优化的方法，对实际的生产过程进行分析，加深自己对所学方法的领悟和理解，并提高解决实际问题的能力。本例所用到的实际系统为燕山石化化一厂制苯车间所用到的年产7万吨纯苯的制苯装置。我们对其复杂的工艺流程进行了大量的简化，仅表示出其分离序列，为下图：而通过我们对费用函数的计算得到的优化的分离序列不同，我们的序列为： 在第一步，分离的序列是一致的。脱的过程也成为预分馏过程。第二步，我们做的分离序列分的是，而实际生产中采用的分离序列是。可能是因为技术原因，预分馏系统是为了下一步加氢做准备的，而组分在加氢的过程中，容易发生聚合而导致隐患。故在生产中要先通过预分馏工序，只选取馏分作为两段加氢的进料。第三步，我们的序列又和实际过程相一致，说明我们的选择是合理的。在实际过程中，这一步有两种工况，第一种工况是苯抽提，含甲苯很少，这种情况是常见的；而另一种工况是苯甲苯抽提，塔顶采出物是组分，序列将变为。在生产中，这种过程是不常见的。所以我们采用常见的工况。第四步以后，就是分别把几种组分分开。通过把我们提出的分离序列与实际生产中的分离序列，我们有三点认识：1 通过提出模型，对模型进行假设，并对其进行数学处理，来模拟并优化世纪的生产过程的方法，是可行的而且比较准确的。我们这次通过亲手实践，认识到了过程模拟和仿真的重要性及对工程的指导意义，并且加深了对这门课的理解，具体的心得会在总结里详细写出。2 由于于实际生产过程存在差异，让我们认识到，我们所追求的费用优化只是工程师在设计师所考虑的一个方面，还有诸如技术的可行性，安全，人力，稳定性等因素。我们在考虑问题时，因对问题进行全面的分析。3 我们所提出的模型是很理想的，可实际生产是很复杂的，非理想性很强的过程，在我们对费用模型建立的模型和后续的讨论中，我们发现，虽然我们尽了很大努力，可与实际的生产过程还是有一段距离。我们在上网查找塔设备的费用资料时，发现同一种类型，甚至于直径和塔板数都一样的两个塔之间，费用也会存在很大差异。所以我们基于一些简化假设的费用模型，和根据模型所作的动态规划法处理，只能说在一定程度上反映了一定的实际情况。做的不准，只能请您见谅，并提出宝贵意见。十。总结王凤近十来天的艰苦奋战，终于能够提交一份我们自己比较满意的一份大作业，我们的心情即使激动的，也是忐忑的。激动的是我们的工作终于结出了硕果，忐忑的是我们这份尚显幼稚和理想化的大作业能否获得您的认可。做大作业，是这门课的一个特色，使我们对这门课知识的认识得到补充和升华，同时，因为它的重要，也因为它对我们能力的提高有那么大的作用，于是它成了我们的一个很大的“负担”，我们不但要把它按时完成，还要通过自己的努力，把它做得更好，让我们的能力在过程中得到更大的提高。态度决定一切，我们相信我们这种认真的态度，会给我们带来更大的知识上的和能力上的收益，这种认真的态度也对得起我们所付出的时间。分离序列的优化有很强的工程意义，而且目前在工程界过程强化（process intensification）的概念正在逐渐深入人心，受到广泛的重视。我们也想利用我们做的大作业的机会来体会一下过程强化给化工带来的巨大的影响。查资料，查物性的资料，查相关工艺的资料，查如何建立费用函数以及构造数学模型的资料。在查资料的过程中，我们学到了很多东西，也拓宽了我们的视野。查完资料就该做我们自己的东西了。先确定我们所要分离的组分数，把相近的和在本套工艺中无法分离的组分进行了合并，简化成了六个组分。然后根据比较权威的物性数据和算法进行计算，动态规划法是最麻烦的，提出合理的费用模型是一件非常困难的事。网上相关的资料很难找到，所以我们只能另想办法了。为此我们请教了上届做分离序列的师姐进行了讨论，对计算费用时所要考虑的因素做了充分的分析。在听取了老师及学长的建议之后，我们决定采用黑箱模型，通过对书上数据的分析，采用因次分析的办法，用matlab拟合出一个公式，来大致体现各种不同的分离子序列之间的相对费用差异，作为费用函数模型。比较令人兴奋的是，通过我们的公式，采用动态规划法所做出的优化序列，竟然与我们采用分离度系数有序探试法和相对费用函数法所得到的优化序列一致，殊途同归。最后我们又对我们的结果进行了调优，并与工厂中真正的流程进行了比较，对实际过程所遇到的问题进行了分析，同时又对我们提出的假设的合理性做出了讨论。在这个过程中，我们提高了对实际问题的分析能力，我们的工程素质得到了提高，也对作为一个工程师所必备的对问题考虑的全面性以及责任意识有了感性的认识。通过这次做大作业，我们的能力都有了提升，体现在查阅文献的能力，提出简化假设并构造数学模型以及求解的能力，对实际问题的分析能力，全面思考问题的能力，团队协作的能力，以及写作能力。这些能力都会在我们以后的学习生活和职业生涯中起到重要甚至关键的作用，我想这也是老师布置大作业的目的吧。最后，向对我们在做大作业过程中提供帮助的李丽峰老师表示衷心的感谢。陈林洁经过几天的努力，我们终于完成了这次作业，我们组的题目是制苯车间分离系统的综合设计，包括了两个部分制苯和分离，通过查阅资料和讨论，我们决定用相对费用函数法来进行调优，相对费用函数法保持了计算过程简单，而结果相对比较精确的优点通过这