精餾過程建模與操作參數(shù)優(yōu)化

精餾過程建模與操作參數(shù)優(yōu)化

1精餾過程模型精噸塔是在精細(xì)化和化工生產(chǎn)過程中發(fā)揮重要作用的重要運(yùn)行單元。精噸塔的研究歷來受到重視。但是,對于精餾塔的精確建模卻比較困難,特別是隨著精餾塔的長期運(yùn)行就更加難以獲取。這是因?yàn)?①精餾塔的塔板數(shù)和組分?jǐn)?shù)一般較多,精餾塔的數(shù)學(xué)模型表現(xiàn)出模型階次高、滯后大、動態(tài)響應(yīng)慢的特點(diǎn);②精餾過程是一個復(fù)雜的傳質(zhì)傳熱過程,所以又表現(xiàn)出非線性嚴(yán)重、變量多、回路關(guān)聯(lián)性強(qiáng)等特點(diǎn);③精餾塔的數(shù)學(xué)模型常常存在許多不確定因素等。導(dǎo)致模型不確定的原因主要有兩個方面:對精餾塔的內(nèi)在機(jī)理并不是十分清楚,所建立的精餾塔動態(tài)模型難免會存在誤差;精餾塔處于復(fù)雜的運(yùn)行環(huán)境中,其參數(shù)總是處于動態(tài)變化之中。隨著計(jì)算機(jī)技術(shù)的發(fā)展,各種流程模擬軟件的出現(xiàn),一方面使得精餾過程的建模與分析變得越來越容易,另一方面也使得過程的模型精度得到不斷的提高。本文針對實(shí)際工業(yè)裝置,討論了雙填料塔精餾系統(tǒng)的建模過程,并提出了一些精餾系統(tǒng)的操作參數(shù)的優(yōu)化策略。2精餾裝置的模型建立對于圖1所示的某石化企業(yè)烷基苯廠的一個精餾系統(tǒng),由于其進(jìn)入A塔的物料來自前段反應(yīng)器的反應(yīng)產(chǎn)物,組成非常復(fù)雜,主要含有未參加反應(yīng)的C10～C13的正構(gòu)烷烴、C10～C13的烷基苯、重烷基苯,還有少量的芳烴(不含有苯)、異構(gòu)烷烴以及碳數(shù)高于13的重烷烴等。特別是后面三類成分,廠方無法準(zhǔn)確分析其組成。為簡化模型,對這三類成分作合理的假設(shè),選用三種物性相似,特別是沸點(diǎn)比較接近的純組分作為虛擬組分來代替這些復(fù)雜的混合物,這樣既達(dá)到了簡化模型的目的,又不會影響模型的準(zhǔn)確性和精度。雖然目前也有一些針對填料塔類型的精餾塔基于速率的非平衡模型,但是由于這類模型的方程數(shù)多得讓人難以接受,所以在這里最終仍然采用傳統(tǒng)的板式塔模型。對于常規(guī)的板式精餾塔,其結(jié)構(gòu)示意圖及塔板的示意圖如圖2所示,其中第一塊板為冷凝器,第N塊塔板是再沸器。平衡級模型可以用以下的方程組來表達(dá),其中:1≤i≤c,1≤j≤N物料平衡方程:Fj+Lj-Lj+1+Vj-Vj-1=0(1)Fjx′i,j+Ljxi,j-Lj+1xi,j+1+Vjyi,j-Vj-1yi,j-1=0(2)FxF=DxD+WxW(3)歸一方程:Σix′i,j=1?Σixi,j=1?Σiyi,j=1(4)Σix′i,j=1?Σixi,j=1?Σiyi,j=1(4)混合物的組分符合以下相平衡的方程:Ki=yi/xi=fi(P,T)熱量平衡方程:ΣiFjxi,jhLi+ΣiLjxi,jhLi?ΣiLj+1xi,j+1hLi+ΣiVjyi,jhVi?ΣiVjyi,j?1hVi+Qj=0(5)ΣiFjxi,jhLi+ΣiLjxi,jhLi-ΣiLj+1xi,j+1hLi+ΣiVjyi,jhVi-ΣiVjyi,j-1hVi+Qj=0(5)h=f(p,T)(6)在此,我們還必須得到填料塔的理論塔板數(shù)N:N=Z/HETP(7)因此必須比較合理地估算出填料塔的填料等板高度(HETP——填料的分離能力的參數(shù),它指的是分離能力相當(dāng)于一塊理論塔板的分離能力的一段填料層的高度,數(shù)值越小就表明填料塔的分離能力越高)。對于裝置中的IMTP填料,其理論等板高度可以用Strigle提出的方程進(jìn)行計(jì)算:HETP=0.3048exp(nH-0.187lnσ+0.213lnμL)(8)式中:nH——與填料的種類和尺寸相關(guān)的常數(shù);σ和μL——流體的表面張力和粘度。對于裝置中的Mellapak型填料,則可根據(jù)Kister提出的方程進(jìn)行計(jì)算,即:HETP=100/a+0.1(9)式中:a——填料的表面積。在模型的求解過程中,求解的是實(shí)際操作狀況下的等板高度:HETP實(shí)際=HETP/Em(10)式中:Em——Murphree板效率。3裝置操作條件的優(yōu)化對一個精餾塔而言,優(yōu)化目標(biāo)為減少重關(guān)鍵組分的損失,提高分離效果的優(yōu)化措施一般可以采用多種方法,如增加回流量、增加塔釜出料、降低塔頂出料或改常壓蒸餾為減壓蒸餾等。由于精餾塔內(nèi)部的汽液相流體在填料中的分布狀況的不同,將會影響汽液相的接觸面積從而影響填料的分離效率,而填料的分離效率的改變會導(dǎo)致填料的實(shí)際等板高度的變化,最終改變這個裝置的模型參數(shù)。所以,為了減少不必要的計(jì)算量,在整個裝置的操作條件的優(yōu)化過程中,盡量不去改變回流量,而從其它的操作條件著手。經(jīng)過多次的反復(fù)模擬發(fā)現(xiàn),改變進(jìn)料溫度和操作壓力對塔進(jìn)行優(yōu)化均無明顯的效果。但是改變了塔頂出料量,而增加塔底的液相出料量或者減少進(jìn)料流量后,發(fā)現(xiàn)都能夠在減少烷基損失方面得到令人滿意的顯著效果。但是考察優(yōu)化目標(biāo)可以很明顯地確認(rèn)采用減少進(jìn)料流量這個方法同時也減少了整個塔的日處理量,對于優(yōu)化目標(biāo)是不利的。所以保持進(jìn)料量的前提下,尋找一個合理的塔頂出料量是優(yōu)化的主要目標(biāo)。對于裝置進(jìn)行物料的核算后發(fā)現(xiàn),原有操作條件的塔頂出料量超過了整個進(jìn)料中的輕組分的含量,這就使得必須有一部分的烷基苯通過塔頂出料的形式才能保持這個物料平衡。因此,增加進(jìn)料量或者減少塔頂?shù)某隽弦赃_(dá)到減少烷基苯損失這個目的是必然的,也是在對原有裝置不進(jìn)行技術(shù)改造的前提下對精餾過程進(jìn)行優(yōu)化所采用的一個行之有效的措施。4靈敏度板位置的優(yōu)化對于前面所述的雙填料塔精餾系統(tǒng),分別以兩種填料的理論等板高度作為初始值進(jìn)行試算。將精餾塔的工業(yè)數(shù)據(jù)作為模擬系統(tǒng)的輸入進(jìn)行模型的模擬,發(fā)現(xiàn)得到的結(jié)果表明,塔的模擬結(jié)果遠(yuǎn)遠(yuǎn)優(yōu)于實(shí)際的工業(yè)結(jié)果。因此,提高填料的等板高度的值后,再次進(jìn)行計(jì)算。經(jīng)過多次的計(jì)算,不斷地修正等板高度,當(dāng)各段填料的等板高度取下列值(如表1)的時候,模擬結(jié)果和實(shí)際操作情況(如表2)吻合得很好。根據(jù)表2中的數(shù)據(jù)可以看出,所建立的填料塔精餾模型比較接近實(shí)際塔,在相同的輸入情況下,可以得到相近的輸出結(jié)果。對于一個精餾塔模型來說,特別是基于工業(yè)控制技術(shù)進(jìn)行自動操作的精餾塔,還需要確定其靈敏板和靈敏板溫度?；陟`敏板和靈敏板溫度的溫度控制是精餾塔控制中一個比較常用的方法。所謂靈敏板指的就是當(dāng)塔的操作受到干擾或控制作用后,塔內(nèi)各板的濃度都將發(fā)生變化,溫度也將發(fā)生變化,當(dāng)達(dá)到新的穩(wěn)態(tài)后,溫度變化最大的那塊塔板就成為靈敏板。一般地,靈敏板位置可以通過工藝操作經(jīng)驗(yàn)或者靜態(tài)模型逐板仿真計(jì)算,依據(jù)不同操作工況,對各板溫度分布曲線比較得到。一般地都將根據(jù)靜態(tài)模型確定靈敏板的范圍,最后由實(shí)際經(jīng)驗(yàn)加以確定。對于本文的填料塔類型的精餾塔,根據(jù)靈敏板的位置也可以確定在對實(shí)際填料塔施加控制作用的時候,控制點(diǎn)選取的一個適宜的范圍。特別是要對其進(jìn)行優(yōu)化改造后,將會導(dǎo)致靈敏板位置的漂移,從而影響了現(xiàn)有的控制系統(tǒng)的控制效果,導(dǎo)致現(xiàn)有的控制系統(tǒng)無法有效克服干擾,不能保證操作條件的平穩(wěn)實(shí)現(xiàn)。所以必須根據(jù)模型分析靈敏板的漂移情況,重新確定一個適宜的控制點(diǎn)范圍。在改變塔頂出料的五種不同的情況下,對精餾塔進(jìn)行模擬,確定其各種工況下的溫度分布,并繪成溫度在塔板上的分布圖(見圖3)。其中橫坐標(biāo)0～14分別是第1塊塔板(冷凝器)到第14塊塔板(再沸器),縱坐標(biāo)是溫度(℃)。從A到E是在其它操作條件不變的前提下,改變塔頂?shù)某隽狭糠謩e為79000kg/h,80000kg/h,80700kg/h,81200kg/h,82000kg/h五種正常的操作狀態(tài)下的溫度分布曲線。對于冷凝器、進(jìn)料板和再沸器這三塊塔板及它們附近的塔板是不適宜作為靈敏板的。所以根據(jù)塔板溫度的分布曲線,可以選擇3、4、5中的一塊作為精餾段的靈敏板。而對于提餾段,可以發(fā)現(xiàn)第10塊板在改變操作狀況的時候,溫度變化最大,所以選它作為提餾段的靈敏板也是合理的。這樣,精餾段和提餾段的靈敏板溫度分別在155.4℃和196.8℃左右。根據(jù)對精餾系統(tǒng)的優(yōu)化分析,改變了精餾塔的操作條件后的模擬結(jié)果如表3所示。其中改變后F′中輕組分的含量約等于塔頂出料量D,改變后的塔頂出料量D′約等于原進(jìn)料量中的輕組分的含量。由表3我們可以看出,對精餾塔作這樣的改造之后,可以達(dá)到減少烷基苯的損失。但是單純的增加進(jìn)料量,將會導(dǎo)致再沸器和冷凝器的熱負(fù)荷,而單純的降低塔頂出料量又會導(dǎo)致精餾塔的日處理量的降低。因此在改變操作條件這個問題上,還必須根據(jù)廠里的實(shí)際情況,對優(yōu)化目標(biāo)f=G(F,D)進(jìn)行綜合分析和計(jì)算后,作出最后的優(yōu)化操作指導(dǎo)。5填料塔精餾過程的一般公式本文研究了一個填料塔類型的精餾系統(tǒng)的建模與優(yōu)化問題,經(jīng)過本文的分析與研究,可以得到如下結(jié)論:(1)通過對精餾塔的模擬和優(yōu)化計(jì)算后,降低了A塔的塔頂烷基苯的損失。(2)找到了精餾塔精餾段和提餾段的靈敏板位置,重新確定了控制系統(tǒng)方案的可信度,提高控制系統(tǒng)的控制效果,從而提高塔的穩(wěn)定運(yùn)行和生產(chǎn)裝置的經(jīng)濟(jì)效益,同時還為填料塔精餾過程的建模提供一些有用的經(jīng)驗(yàn)。符號說明:i——第i個組分;j——第j塊塔板;C——組分?jǐn)?shù);N——理論塔板數(shù);Fj——第j塊塔板的進(jìn)料量,kg/h;x′i,j——第j塊塔板的進(jìn)料中第i個組分的質(zhì)量分率;Lj、Vj——分別為離開第j塊塔板的液相和汽相物流量,kg/h;xi,j——離開第j塊塔板的液流中第i個組分的質(zhì)量分率;yi