精馏经济效益优化.docx
《精馏经济效益优化.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《精馏经济效益优化.docx（17页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
精馏经济效益优化
2.4预热系统常规设计模型
（1）平流多效精馏预热系统模型
对平流多效精馏系统，为了尽可能利用系统内可用的余热，提高整个平流多效精馏系统节能效果。
对n效平流多效精馏系统而言，能够利用余热的物流有第1效再沸器加热生蒸汽的冷凝液V0（饱和温度为ts）,第2效至第n效塔顶产品即Di-1（i≥2,3,…,n，相应的饱和温度为tD,i-1），离开各效精馏塔塔底产品B;（i=1,
2,…，n，相应的温度为tBi，上述物流共有2n股，所以平流多效精馏系统可设2n个串联预热器预热原料液。
当j为奇数时，各预热器均利用相应效精馏塔塔釜釜液产品作为加热剂加热原料液，对预热系统的各个预热器进行热量衡算，可得：
（2一46）
式中：
Qp，j------第j级预热器的热负荷，kW;
Cp，Bi----第i效精馏塔塔底产品比热容，kJ/（kg·℃）;
C0-----原料液比热容，kJ/（kg·℃）;
tj-1，tj，-----第j级预热器原料液进出口温度，℃;
，
------第i效精馏塔塔底产品经过第J级预热器进出口温度，℃;
（2一47）
当j为偶数时，各预热器均利用相应效精馏塔塔顶产品及第一效精馏塔塔底再沸器加热生蒸汽冷凝液作为加热剂加热原料液，对预热系统的各个预热器进行热量衡算，可得：
（2一48）
式中：
Qp,j----第j级预热器的热负荷，kW;
Cp,Di-1--------第i-1效精馏塔顶蒸汽冷凝液比热容，kJ/（kg"0C）;
、
第i效精馏塔顶蒸汽冷凝液经过第j级预热器进出口温度，℃
（2一49）
当j=2n时，tD,2n即为第1效精馏塔塔底再沸器中加热生蒸汽的饱和温度ts。
（2）并流多效精馏预热系统模型
对于并流多效精馏系统来说，为了尽可能利用系统内可用的余热，提高整个并流多效精馏系统的节能效果。
对n效并流多效精馏系统而言，能够利用的余热物流有第1效再沸器加热生蒸汽冷凝液Vo（饱和温度为ts），第2效至第n效塔顶产品即Di-1（i≥2，i=2,3,…，n，相应的饱和温度为tD,i-1），离开最后第n效精馏塔塔底产品Bn（相应的温度为tBn），上述物流共有n+1股，所以并流多效精馏系统可设n+1个串联预热器预热原料液。
当j=1时，第1级预热器是利用第n效精馏塔塔底产品Bn（相应的温度为tBn）
作为加热剂加热原料液，对第一级预热器进行热量衡算，可得：
（2一50）
（2一51）
当j≥2时，各预热器均利用相应效精馏塔塔顶产品及第一效精馏塔加热生蒸汽的冷凝液作为加热剂加热原料液。
因多效精馏越往后效再沸器排出的冷凝液温度越低，所以从第n效再沸器排出的冷凝液Dn-1（相应得饱和温度为tD,n-1）作为第2级预热器的加热剂，以次类推，预热器的序号j与相应效之间存在一一对应的关系，两者的关系可表示为i=n-j+1，对第j级预热器进行热量衡算，可得：
（2一52）
（2一53）
当j=n+1时，tD,n+1即为第1效精馏塔再沸器中加热蒸汽的饱和温度ts。
（3）逆流多效精馏预热系统模型
对于逆流多效精馏系统来说，与并流多效精馏相似，为了尽可能利用系统内可用的余热或废热，以提高节能效果。
对n效逆流多效精馏系统而言，能够利用的余热物流有第1效再沸器加热生蒸汽冷凝液Do（饱和温度为ts），离开第1效精馏塔塔底产品B1（相应的温度为TB1）第2效至第n效精馏塔塔顶产品即Di-1（i≥2,i=2,3,,…，n,相应得饱和温度为tD,i-1）,。
上述物流共有n+1股，所以逆流多效精馏系统可设n+1个串联预热器预热原料液。
当j=n+1时，第n+1级预热器是利用第n效精馏塔塔底再沸器的加热生蒸汽冷凝液Do（饱和温度为ts）作为加热剂加热原料液，对第n+1级预热器进行热量衡算可得
（2一54）
（2一55）
当j=n时，第n级预热器是利用第1效精馏塔塔底产品B1（相应的温度为tB1作为加热剂加热原料液，对第n级预热器进行热量衡算可得：
（2一56）
（2一57）
当j＜n时，各预热器均利用相应效精馏塔塔顶产品作为加热剂加热原料液。
因多效精馏越往后效再沸器排出的冷凝液温度越低，所以从第h效再沸器排出的冷凝液Dn-1（相应得饱和温度为tD,n-1）作为第2级预热器的加热剂，以次类推，预热器的序号j与相应效之间存在一一对应的关系，两者的关系可表示为i=n-j，对第j级预热器进行热量衡算可得
（2一58）
（2一59）
当j=n+1时，tDn+1即为第1效精馏塔再沸器中加热蒸汽的饱和温度ts。
多效精馏过程的计算分为两种情况:
设计型和操作型。
本文讨论的主要是设计型计算过程。
多效精馏设计型计算的任务是根据规定的分离要求，选择精馏的操作条件，计算所需的理论板数。
规定分离要求是对塔顶、塔底产品的质量和数量（产率）提出一定的要求。
工业上有时希一望规定分离过程中某个有用产物（如轻组分）的回收率η以代替产率。
多效精馏常规设计就是通过联立求解多效精馏系统的各效精馏塔的物料衡算式、热量衡算式以及相平衡关系式，通过严格逐板计算法并辅以其他的辅助计算如各效精馏塔的压降损失、泡露点温度、各股物流的烩值计算等，从}fn求出多效精馏系统总的加热蒸汽消耗量、多效精馏系统冷却水消耗量以及各效精馏塔的一系列设计和操作参数（包括塔顶、塔底的产品流率及组成，各效精馏塔的操作回流比，理论塔板数，塔径、塔高，再沸器传热面积等）。
多效精馏常规设计给定的已知条件主要有以下二个:
（1）系统总的进料流率F,
进料组成xFk；
（2）组分数k，关键组分的序号，轻、重关键组分在塔顶、塔底的回收率Sl,S2，或轻、重关键组分在塔顶、塔底的摩尔分率xD，LK、xB，HK；（3）多效精馏的效数n，以及末效精馏塔的塔顶操作压力pDn（或温度tDn）。
在进行多效精馏过程的常规设计计算过程中，除已知上述二个已知条件外，还必须满足下列四个约束条件:
（1）前一塔塔顶蒸汽的冷凝潜热等于相邻下一塔的塔釜液体汽化所需的所有能量，且各效间的热损失取5%;
（2）相邻两塔间的冷凝/再沸器的最小传热温差取10℃[25,26,29,31]；（3）各效精馏塔的操作温度和操作压力应低十分离组分的临界温度和压力;（4）各效预热器热源的出口温度应高于物料进入该预热器的进口温度至少5℃。
此外对多效精馏系统，各效塔顶产品中轻关键组分LK的摩尔分率（即组成）在设计中规定是相等的，而非关键组分k≠LK在各效塔顶产品中的组成即摩尔分率是不同的，即
xDl，LK=xD2，LK=…=xDi，LK=…=xDn，LK（2一60）
在选定上述的已知条件和约束条件后，即可进行精馏塔的常规设计。
通过精馏塔的常规设计最终要确定的变量应包括
（1）各效精馏塔塔顶产品流率Di，产品组成xDi，k;塔釜产品流率Bi，产品组成xBi，k；
（2）各效精馏塔的操作压力:
PDi（塔顶压力），PFi（进料压力），PBi（塔釜压力）;（3）各效精馏塔的操作温度:
tDi（塔顶露点温度），tBi（塔釜泡点温度），tFi（进料温度）;（4）各效精馏塔的操作回流比Ri;（5）各效精馏塔的理论板数N;（6）各效精馏塔的理论进料板位置NFi，（7）外来蒸汽的消耗量V0及温度Ts，外加冷却水的消耗量W。
改进后的多效精馏系统的设计模型可分为多效精馏和多级预热两个化工序贯系统的设计模型，一个是多效精馏系统的设计模型，它包括各效精馏塔之间的能量、物料衡算的计算，以及单效的精馏塔设计计算。
另一个为多级预热系统设计模型。
这两个系统并非孤立存在的，两者之间存在紧密的物料衡算及热量衡算关系。
已发表的文献「25-31〕大多数是针对不带预热系统的多效精馏常规设计，所涉及的算法主要是采用列选主兀的高斯消去法对基十系统及各效的物料衡算、热量衡算所建立的一组线性非齐次代数方程组的求解，加之塔的简捷计算法、泡露点计算，各股物流的烩值计算等辅助计算，求出多效精馏过程设计所需的所有基础数据，而包含多级预热系统的多效精馏系统常规设计模型及求解未见报道。
改进后的多效精馏系统的设计模型非常复杂，但由于多效精馏的概念是由多效蒸发的概念引发而来，所以该改进后的多效精馏系统与文献[59]中所述的多效蒸发改进系统极为相似，故可参照文献[59]中所述的多效蒸发改进系统设计模型的模型求解方法，并首次提出一种求解多效精馏系统的新算法一一迭代法结合矩阵法求解系统的物料衡算和热量衡算方程组，并用严格逐板计算法求解各效精馏塔的理论板数并结合辅助计算（如泡、露点计算，预热器计算等），可以求出多效精馏系统常规设计的各种参数。
优化设计目标函数J
通过对多效精馏系统二种改进流程的分析，可知多效精馏系统包含两个系统，一个系统是组成多效精馏系统的各个组成设备（包括各效精馏塔、各效精馏塔的再沸器以及末效精馏塔的塔顶冷凝器），另一个系统是多效精馏的多级预热系统（包括各级预热器）。
同时，由十精馏能耗主要消耗在加热生蒸汽的温度及耗量，故将多效精馏系统的能耗折算成加热生蒸汽的操作费用，以多效精馏系统的年总费用为目标函数，建立多效精馏系统优化设计总的目标函数J，可表示如下：
J=J1+J2+J3+J4+J5+J6（3一1）
式中J一多效精馏系统的年总费用，元/a;
J1多效精馏系统精馏塔主体的设备年折旧总费用，元/a;
J2多效精馏系统再沸器的设备年折旧总费用，元/a;
J3多效精馏系统第一效加热生蒸汽的年总操作费用，元/a;
J4多效精馏系统末效（第n效）精馏塔塔顶冷凝器的设备年折旧及冷却水年操作费用，元/a;
J5预热系统预热器的设备年折旧总费用，元/a;
J6末效精馏塔的真空系统年总操作费用，元/a；
n系统的总效数；
i第i效精馏塔;
j第j级预热器。
精馏塔主体的设备年折旧费用J1
多效精馏系统的精馏塔主体的年费用J!
由各精馏塔的主体年折旧费用构成，即：
第i效精馏塔主体的设备年折旧费用可采用文献[5]报道的模型，该模型由塔设备年折旧费用和维修费用组成，维修费用一般取设备价格的6%，即：
J1i=（Fc+0.06）（CTi+CHi）（3一3）
式中FC-----各效精馏塔设备年折旧率，a-1,F=1/8~1/10;
CTi----各效精馏塔塔板的费用，元;
CHi------各效精馏塔塔体的费用，元;
（1）各效精馏塔塔板的费用CTi的计算：
各效精馏塔塔板的费用（人民币元）可按下式[5]计算：
CTi=278.38FLFTFNexp（0.570DTi）Ni/Ei（3-4）
式中：
FL----美元对人民币的汇率，人民币元/美元;
FT----塔板类型因子，浮阀塔FT=1,筛板塔FT=0.85，泡罩塔FT=1.95;
FN----板数因子，
DTi----各效精馏塔的塔径，m;
Ni----各效精馏塔的理论板数；
Ei----各效精馏塔的总板效率。
各效精馏塔的塔径DTi可用下式[5]计算：
（3一5）
式中：
Ri一各效精馏塔的操作回流比;
Di一一各效精馏塔塔顶馏出液的流率，kmol/h;
ui一一各效精馏塔的空塔气速，m/S;
tDi一一各效精馏塔塔顶蒸汽的露点温度，℃;
Pi一一各效精馏塔的平均操作压力，kPa。
各效精馏塔的总板效率Ei可用下式计算：
（3一6）
αi--------各效精馏塔塔顶塔底平均温度下的相对挥发度；
μLi--------各效精馏塔液体平均粘度，mPa·s即cP。
各效精馏塔液体平均粘度μLi可用下式[78]求取：
（3一7）
式中：
μFk进料中某组分的粘度，mPa·s，按塔顶、塔底平均温度下的液体计算。
式（3–6）主要是根据泡罩塔数据作出的，对于筛板塔和浮阀塔，可按式（3-6）求出Ei后应再乘以1.1（筛板塔）或1.1~1.2（浮阀塔）分别加以校正。
（2）各效精馏塔塔体的费用CHi的计算
各效精馏塔塔体的费用CHi的计算[5]可按下式计：
CHi=FLexp[6.95+0.18081nWsi+0.02468（1nWsi）2+0.0158（Hi/DTi）]（3一8）
Hi=（HTiNi/Ei）+HD+HB（3一9）
Wsi=πDTi（Hi+0.8116DTi）btρ（3一10）
Wsi各效精馏塔塔体的质量，kg;
H各效精馏塔筒体长度加两端封头直边部分长度，m;
HTi各效精馏塔塔板间距，m;
HD各效精馏塔塔顶空间的高度，m，一般取1.0-1.5m,塔径大时可适当增大[79];
HB各效精馏塔塔底空间的高度，m，可按塔釜料液储量和塔径计算[79]:
bt各效精馏塔塔壁厚度，m;
ρ各效精馏塔塔壁材料密度，kg/m3
精馏系统再沸器的设备年折旧总费用J2
精馏系统再沸器的设备年折旧总费用J2由各效精馏塔的塔底再沸器年折旧总费用组成，即：
（3一11）
各效精馏塔塔底再沸器设备年折旧费用J2i可用下式计算：
（3一12）
式中：
f1、f2----再沸器的压力和材质校正系数，其值可参见文献[78]:
a、b再沸器的回归系数，其值可参见文献[78];
ABi再沸器的传热面积，m2。
由再沸器的传热速率方程可得：
QBi=KBiABiΔti（3一13）
式中：
Δti的取值当i=1,Δti=ts-tBl，ts-----饱和水蒸气温度，℃
当i≥2,Δti=tD，i-1-tBi;
对各效精馏塔塔底再沸器作热量衡算，可得：
当i=1时，
式中：
QBi---再沸器的热负荷（传热速率），kW;
r0---加热生蒸汽汽化潜热，kJ/kg，可用Watson公式计算：
rs=396.6（374.1一TS）0.31;
当i）≥2时
结合式（3-13）、式（3-14）可得第1效精馏塔再沸器的传热面积AB1,即：
（3一16）
结合式（3-13）、式（3-15）可得第i效（i≥2）精馏塔再沸器的传热面积ABi
（3一17）
3.1.1.3多效精馏系统加热生蒸汽的年总操作费用J3及其决策变量
由于多效精馏系统，除第1效精馏塔的塔底再沸器利用生蒸汽的汽化潜热加热塔釜液外，其余各效精馏塔再沸器的加热蒸汽均利用前一效精馏塔塔顶蒸汽的汽化潜热加热塔釜液，所以除第1效精馏塔塔底再沸器外其余各效精馏塔塔底再沸器只需考虑设备的折旧费用，而不需虑再沸器的操作费用。
多效精馏系统第1效塔底再沸器通常使用间接蒸汽加热的形式，加热生蒸汽的年总操作费用可用下式[80]计算，即：
（3-18）
式中：
Cz0,Cz1-----饱和水蒸汽的价格系数，元/kg、元/（kg·℃），通过参见文献所列饱和水蒸气价格回归得到:
Cz0=0.018元/kg,Cz1=1.46*10-4/（kg·℃）
由式（3-14）可得饱和水蒸汽流率V0，即：
（3一19）
3.1.1.4末效精馏塔冷凝器的设备年折旧费用及冷却水年操作费用J4
末效精馏塔冷凝器的设备年折旧费用及冷却水年操作费用：
（3一20）
式中：
Cw---冷却水价格，元/kg;
W-----冷却水的流率，kg/h;
由冷凝器的热量衡算式和传热速率方程可得：
（3--21）
式中：
QDn---冷凝器的传热速率，kw;
cp----冷却水的比热容，kJ/（kg·℃）;
twl,tw2----冷却水进出口温度，℃;
KDn----冷凝器的总传热系数，kW/（m2·℃）;
ADn---冷凝器的传热面积，m2。
从式（3-21）可解得W,ADn的计算式分别为：
（3一22）
（3一23）
将式（3-22）、式（3-23）代入式（3-20）得到：
（3一24）
3.1.1.5预热系统的预热器设备年折旧费用J5
为了提高节能效果，应尽可能利用多效精馏系统内可利用的余热或废热，建立用各效精馏塔塔底再沸器的蒸汽冷凝液及各效精馏塔塔釜产品预热原料液的预热系统，由十利用的均为多效精馏系统能级较高的物流的余热，所以预热系统仅需考虑设备年折旧费用，下面根据不同流程对预热系统的设备年折旧费用作详细讨论
（1）平流多效精馏预热系统模型
由于平流多效精馏系统可设2n个串联预热器预热原料液，则预热系统的设备折旧费用可通过下式计算[80],即
（3一25）
式中:
（3一26）
式中:
j=1，2，3…2n
对于Qp，j，和△tm，j的计算式的计算式可详见2.5节平流多效精馏预热系统相关内容。
（2）并流多效精馏预热系统模型
由于并流多效精馏系统可设n+1个串联预热器预热原料液，则预热系统的设备年折旧费用可通过下式计算[80]即：
（3一27）
式中:
（3一28）
j=1，2，3…n+1
对于Qp，j，和△tm，j的计算式的计算式可详见2.5节并流多效精馏预热系统相关内容。
（3）逆流多效精馏预热系统模型
由于逆流多效精馏系统可设n+1个串联预热器预热原料液，则预热系统的设备折旧费用可通过式（3-27）及式（3-28）求得。
其中对于Qp，j，和△tm，j计算可详见2.5节逆流多效精馏预热系统相关内容。
3.1.1.6末效精馏塔的真空系统年总操作费用J6
末效精馏塔冷凝器的真空度是精馏操作一个非常重要的工艺条件，也是对整个多效精馏系统生产操作费用影响较大的一个工艺参数。
真空度决定多效精馏最后一效塔顶的压力，从而影响多效精馏第一效加热蒸汽的温度，同时这两个参数直接影响到整个多效精馏系统的各个生产操作参数（如各效精馏塔的操作回流比，各效精馏塔的操作压力等）。
真空度高，可增大整个多效精馏系统的有效温差，提高设备的利用率，与此同时，真空系统的动力费用相应提高:
真空度低则结果相反。
工程上应用在蒸馏系统的真空系统通常是液环真空泵。
液环真空泵的工作原理是通过叶轮的旋转运动，每个工作腔内的密封室逐渐由小变大，从吸入口吸进气体。
然后由大变小，将气体强行排出。
所以液环真空泵也可用作空气压缩机[7]。
综上所述，真空系统的动力费用主要是液环真空泵的运行费用也即电费。
对于液环真空泵的运行费用的求法未见报道，故参考空气压缩机的运行费用[8]计算液环真空泵的运行费用，则J6可用下式计算
J6=c1θNp（3一29）
式中：
c1---电费，取c1=0.4元/（kW·h）;
Np---液环真空泵的轴功率，kW;
液环真空泵的轴功率Np用下式计算：
Np=3600ΔpSe/η（3一30）
式中：
Se------真空泵抽气速率，m3/s;
η----真空泵的效率，无因次量;
Δp---真空系统的真空度，kPa。
真空系统连续抽气量一般难以确定，它主要为单位时间内从外界漏入真空系统的空气量。
造成空气漏入的因素很多，无法严格计算。
在设计真空系统时，漏气量主要由系统的大小和工作压力来确定的，本文以低十工作状态下气体负荷（工艺生产中产生的气体量）的1/10作为真空系统的漏气量[82]，也即Se=Dn/l0。
3.1.3系统决策变量及约束条件
综合3.1.1节分析可知，在给定有关设计条件和参数后，通过常规计算后，对于
平流n效多效精馏系统来说，独立的决策变量有ts,tDn，Ri（i=1,2,3,...，n）,Δti（i=1，2,3,...，n），tj（j=1，2,3,...，2n）共4n+2个独立决策变量，所以平流多效精馏系统研究的优化设计问题是一个有约束的4n+2维非线性规划问题，即：
minJ=F（ts,tDn，R1，…Ri，…，Rn，Δt1，…，Δti，…，Δt2n，t1，…tj，…t2n）
------------（3一31）
对于平流流多效精馏系统优化设计模型其约束条件均如下所示。
s.t.150≤ts≤280；
35≤tDn≤100
1.05Rmin，i≤Ri≤2.0Rmin，i
Δti≥5
------------（3一32）
对于并流和逆流多效精馏系统来说，对立的决策变量有ts,tDn，Ri（i=1,2,3,...，n）共n个Ri,Δti（i=1，2,3,...，n）共n个Δti,，tj（j=1，2,3,...，2n）共n个tj，共3n+3个独立决策变量，所以并流和逆流多效精馏系统研究的优化设计问题是一个有约束的3n+3维非线性规划问题，即：
minJ=F（ts,tDn，R1，…Ri，…，Rn，Δt1，…，Δti，…，Δtn，t1，…tj，…tn+1）
------------（3一33）
对于并流多效精馏系统优化设计模型其约束条件均如下所示。
s.t.150≤ts≤280；
35≤tDn≤100
1.05Rmin，i≤Ri≤2.0Rmin，i
Δti≥5
对于逆流多效精馏系统优化设计模型其约束条件如下所示。
s.t.150≤ts≤280；
35≤tDn≤100
1.05Rmin，i≤Ri≤2.0Rmin，i
Δti≥5
----------（3-35）
上述各决策变量的不等式或等式约束条件均根据工程经验确定。
其中各效再沸器有效传热温度差Δti，之和
即总有效传热温度差C还需满足等式约束条件，即总有效传热温度差等十系统的最大温差（ts-tDn）扣除各效精馏塔温度损失△i之后的和
才等于系统有效传热温差C。
各效精馏塔塔底产品的泡点温度tBi与塔顶蒸汽的露点温度tDi即各效塔底与塔顶之间的温度损失△，之间有如下关系:
tBi=tDi+△i（3一36）
由十精馏塔操作时压强与温度之间存在一一对应关系，所以已知各效温度分布可求出各效压强分布，反之亦然，所以tDi与pDi有关，tBi与pBi有关，△i有关与各效压降△pi，
△pi等于各效实际板数乘以每块实际板的压降△pN,i，△pN,i可通过经验值估算或经验法计算。
升级会员 