乙烯精馏塔

乙烯精馏塔（共7篇）

乙烯精馏塔 篇1

摘要：在DMTO装置的烯烃分离单元中, 乙烯精馏塔作为得到合格的产品乙烯的关键设备之一, 合理的设备及管道设计, 是实现连续安全生产的关键。结合某一DMTO装置中乙烯精馏塔的管道设计, 介绍了乙烯精馏塔裙座高度的计算及相关影响因素, 阐述了低温管道设计要点, 并对敷塔管线支吊架设计和平台梯子的设置要点进行了说明。

关键词：乙烯精馏塔,裙座高度,低温管道,支吊架

在DMTO装置的烯烃分离单元, 乙烯精馏塔的目的是分离乙烯和乙烷, 得到合格的产品乙烯。其作为烯烃单元主要的产品塔之一, 合理的设备及管道的布置设计, 是实现安全生产的关键。本文主要从乙烯精馏塔及其相关管道的设计参数出发介绍该塔及其相关管道的布置设计要点。

1 设备参数

乙烯精馏塔的直径3 200 mm, 切线高68 100 mm, 是装置中较高的塔器之一。采用129层浮阀双溢流塔板, 通过塔顶回流和塔底重沸器及侧线重沸器的返回, 实现连续精馏。其主要设计参数见表1。

由表1可知, 整个塔的操作温度均为低温, 塔的设计需按冷设备进行。塔的隔热类别为保冷, 并要求进行热处理。

2 设备裙座高度的确定

根据塔底重沸器的热虹吸并考虑一定的沿程阻力损失, 计算塔的裙座高度 (见图1) 。塔和重沸器位于同一标高的地面, 计算如下:

式中:h1———重沸器基础高度, 根据管道口径及配管方式计算, 按最低高度取值

h2———重沸器鞍座高度, 由设备专业定, 一般为200~300 mm

h3———热虹吸要求mm, 工艺给出重沸器入口嘴子到塔底切线的最小高度为4 745 mm

h4———塔基础高度, 一般为200 mm

实际应用中, 计算中的裙座高度需考虑一定的裕量, 并结合工艺流程给出的距地面的最小高度要求 (8 000 mm) , 以及管廊侧梁标高和与构架的联合平台的设置情况综合考虑后确定。

3 低温管道设计要点

塔上的主要工艺管道为保冷管道, 管道设计应满足低温管道的设计要求, 主要考虑材料的低温脆性和保冷结构的设计以及保冷需求产生的一系列设计要求[1]。

3.1 管道材质

塔上的主要工艺管道操作温度为-11.5~-35.2℃, 设计温度-45℃。通常对于国标材料设计温度低于或等于-20℃的管道, 对于美标材料设计温度低于-29℃的管道, 都称为低温管道, 其管线的设计、制造、施工、检验和验收均按低温管道的要求来执行[2]。低温管道的材料选用应经济合理, 满足设计温度下的低温冲击韧性、防止管线的脆裂和脆断。通常对于-46℃级的低温碳钢管, 主要选用ASTM标准的无缝钢管A333Gr.6。

低温管道的放空排凝等应注意该低温液体介质排出后是否立即气化, 若气化则介质有可能迅速降温, 故应在一定范围内采用奥氏体不锈钢材料, 如塔上管道低点排凝阀后及塔顶安全阀后的放空管线, 均采用奥氏体不锈钢材料。

3.2 管道及阀门安装要求

3.2.1 基本要求

(1) 防止冷缩。管道需考虑一定的柔性进行自然补偿。

(2) 保冷。保冷结构自内向外由保冷层、防潮层、保护层组成[3]。保冷层对维护介质温度稳定起主要作用, 防潮层是保冷结构用于防水、防潮维护保冷层保冷效果的关键。保护层包覆在保冷层的外面, 其保护和防止大气、风、雨雪致使保冷层破坏的作用, 延长保冷层的使用寿命, 并使保冷结构外形美观[3]。保冷材料应采用闭孔、阻燃、低吸水、吸湿率的材料制品。

3.2.2 安装要点

(1) 塔底排凝管道安装设计要点

塔底排凝管道设有三阀组, 分别为带泄放孔的闸阀、排凝阀以及截止阀。设计参数见表2。

由表2可知, 塔排凝口至第一个切断阀之间的管道为带有保冷层的低温管道, 管道材质A333GR.6;两个切断阀及之间的管道为带保冷层的低温管道, 保冷层分为双层, 管道材质为不锈钢;截止阀后至冷火炬为不保冷冷管, 管道材质为不锈钢管道。管道布置图见图2。

管道安装要求如下:

(1) 设备嘴子法兰及阀门法兰与弯头不宜直接连接[4], 需预留一定的直管段, 以保证法兰拆卸时不破坏管道的保冷层。截止阀后的管道为无保冷层管道, 可直接最小连接。

(2) 第一个切断阀后因介质的气化导致管线温度下降, 易结霜结冰, 管线保冷层加厚, 为节省费用, 保冷层分两层设置。

(3) 低温阀宜安装在水平管道上, 阀杆方向宜垂直向上[4]。低温阀门为加长阀盖结构, 为保护填料, 要求阀杆垂直向上安装。因阀杆加长, 应注意与相邻管道是否碰撞, 需留有一定的间隙。排凝阀也应水平安装, 因阀杆较长主管保冷较厚, 排凝阀门的安装应伸出管道的保冷层, 避免阀杆与主管保冷层相撞。

(4) 阀门设有泄放孔。当阀门完全关闭时, 密封在密封腔内的液体气化, 会产生额外的压力破坏阀门, 因此设置泄放孔释放压力。有泄放孔的低温闸阀, 应标记泄放孔方向。阀门安装时, 泄压孔宜朝向管道系统的高压侧。

(5) 保冷管道及不保冷冷管管道的支架均应选择带隔冷块的保冷支架。

(2) 塔顶管道上安全阀组安装要点

塔顶管道上安全阀组的安装图见图3。管道工况:安全阀前为低温保冷管道, 安全阀后为不保冷冷管。旁通管线阀前为保冷管道 (包括阀) , 阀后为不保冷冷管。管道安装要求见表3。

由此可见安全阀的进出口低温管道设计的不同之处在于其切断阀及旁路阀阀杆应水平安装[4], 不得朝上, 以免阀杆和阀板连接的销钉腐蚀或松动时, 阀板下滑。因阀门的阀杆较长, 需考虑对操作及通行的影响。

(3) 其他

保冷管道上调节阀组的安装应注意旁通阀及切断阀均应水平安装, 阀杆垂直向上, 为保证操作, 一般旁通阀与调节阀靠近地面平行安装, 水平间距需考虑保冷厚度;热偶开口, 应保证热偶法兰外缘距主管保冷层的最外边的净空不小于螺栓长度加25 mm, 尤其注意保冷层较厚的管道, 应确认是否需加长热偶法兰的外伸长度;压力表的仪表根部阀、孔板取压阀等也应水平安装, 设计中应避免与主管保冷层相撞并考虑支撑。

4 支架设计

以塔顶管线为例, 介绍敷塔管道支架设计要点。塔顶管道设计参数见表4。

管道材质选用低温钢A333GR.6, 该管道在塔上的垂直管段长度超过40 m, 因垂直荷载较大, 为避免局部应力过大, 管道支架采取刚性支架与弹簧支架相结合的方式设置。

4.1 支架的设置原则

敷塔支架的设置原则按一个承重一个导向的原则, 塔顶管道的第一个承重支架, 在保证不影响设备焊缝的前提下, 应设在距塔体上封头焊缝以下最近的部位, 以下设置导向支架。若需设置弹簧, 则按承重-导向-弹簧-导向-弹簧-导向的原则设置弹簧承重支。

在跨距允许范围内, 根据平台的设置高度, 可调整支架位置, 尤其是弹簧支架, 因考虑拔销, 弹簧承重支的位置应考虑能在平台上操作, 其次应注意支架 (尤其是三角支架) 的高度位置与塔的平台梯子以及相邻管道或支架是否相撞, 并确保不阻碍通行。

4.2 弹簧支架力和位移的选用

根据塔上相应高度管道的温度值模拟出塔的温度梯度, 并设计管线上支架的设置位置, 见图4所示。

(1) 荷载选用

操作荷载的分布为:第一个承重总荷载的1/2, 两个弹簧共分担总荷载的1/2。

根据管道密度, 管道总长度59 m, 计算立管承重支架总操作重8 300 kg (金属重+介质重+保冷材料重) , 其中节点 (1) 承受重量4 100 kg, 节点 (2) , (3) 各承受2 100 kg。但节点 (1) 处的支架还需考虑弹簧失效情况下的荷载。

(2) 弹簧位移的计算

设备及管道上两节点间的冷缩量的计算见表5、表6。表中, 线胀系数是根据相应节点间的操作温度值, 用插值法算出。

一般情况下, 由于生根点与塔体上部, 即塔顶油气管道的走向, 正好构成一个倒“U”型。而这一段内的温差不大, 冷缩量在生根点基本抵消。故有下面的简化计算。

节点位移如下:

(2) 点位移:Δ=Δ1+Δ2-Δ4=-0.18 mm, 位移向下。

(3) 点位移:Δ=Δ1+Δ2+Δ3-Δ4-Δ5=0.03 mm, 位移向上。

选用弹簧时其荷载除上述操作荷载外, 还应加上保冷管道垂直管用承重支耳的重量。

4.3 支架特点

低温保冷管道的支架, 必须有防止产生“冷桥“的措施, 沿低温保冷设备垂直敷设的管道上的支架, 应在管道与刚性支架之间设木块或硬质隔热材料块, 立管的承重支架设置型式见图5 (a) , 立管的导向支架设置型式见图5 (b) ;塔上支架生根处也应考虑隔冷块, 避免管道与碳钢支架, 碳钢支架与设备的直接接触, 支架在设备生根处隔冷块的设置型式见图5 (c) 、图5 (d) 。此外应注意对于冷设备上的热介质管道, 如消防蒸汽线等, 若需在设备上设置支架, 设备生根处仍需设置隔冷块。但设计中应尽量减少在设备器壁上设置支架, 多考虑平台支撑。立管距设备外壁的距离需根据保冷支架的结构尺寸确定, 以避免支架安装空间不够。

对于保冷的水平管道, 需要设置保冷管托, 放空排凝等不保冷冷管上的支架应选用不保冷冷管管托, 设置隔冷块。

保冷或防结露设备上的支架均应生根预焊件。应注意管道支架预焊件的贴板与塔上平台梯子的生根件是否碰撞。

5 平台梯子

平台的设置, 是为了实现法兰及阀门的操作, 测量仪表的观测和检修, 进出人孔检修, 装卸内构件, 以及与相邻设备及构筑物的平台相连成联合平台等。乙烯精馏塔是保冷设备, 其平台梯子的设计除应满足一般塔器上的平台梯子的设计要求外, 其不同之处在于其相应的平台梁与设备相接处需要设置隔冷块, 中间用螺栓连接。设备平台生根示意图见图5 (e) 。保冷设备顶平台标高一般最少需高出设备最顶端300 mm, 需注意设备嘴子的开口高度及相应管道的安装。

6 结语

乙烯精馏塔及管道的布置设计体现了冷设备冷管道设计的特殊性, 文中结合具体实例给出了设计过程中的考虑要素, 希望给后来者提供参考和借鉴。

参考文献

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乙烯精馏塔 篇2

乙烯精馏塔因其复杂性、多样性以及在石油化工生产中的重要性, 使其成为了过程控制界理论研究和实践的焦点。因为对精馏塔进行仿真和控制方面的研究意义十分重大, 各种新型控制方案不断涌现, 常规控制为代表的有内回流控制、热焓控制、双温差控制、前馈控制、解耦控制和推断控制等, 对于复杂控制诸如非线性控制、状态反馈控制、自适应和自校正控制、最优控制和鲁棒控制等在精馏塔上也得到了不同程度的应用。但是由于精馏过程的复杂性, 以及现代控制理论对数学模型的要求较高, 用经典和现代控制控制理论来解决这样复杂的问题也有诸多不足。近年来, 受到工程界越来越重视的预测控制、智能控制等先进控制在精馏塔上进行了大量的研究, 并取得了一定的成功[1]。

乙烯精馏塔中热流量、物料流量以及滞留量都是波动的, 再加上具有强非线性的气-液平衡问题及其它一些非线性机构 (中间再沸, 侧线抽出等) 的影响, 导致了塔的强非线性。而且精馏塔是典型的多变量输入输出系统, 各变量之间耦合严重, 对其进行合理的变量匹配, 减小变量之间的耦合性, 提高其动态响应能力, 设计较好的多变量控制系统结构十分必要。

本文从简化复杂机理模型的角度出发, 运用数学和物理的分析方法对其进行了合理简化处理, 并且设计了乙烯精馏塔的多变量预测控制仿真平台, 为了获得控制器模型, 对原始模型进行了降阶和线性化等简化处理, 因为基于机理模型, 所以仍然保留了模型结构和参数原有的物理意义。

2 乙烯精馏塔的动态机理模型

精馏塔的动态机理模型是实施先进控制、动态分析、在线计算和仿真的基础, Marshell (1947) 提出描述精馏塔的动态过程的数学模型到现在, 随着计算技术的快速发展, 对分离过程的特性分析不断深入。目前应用较为成熟的动态模型是基于平衡级的模型, Kooijman和Taylor (1995) 首次建立了板式精馏塔的动态非平衡级模型[2], 但是因为非平衡级动态模型计算过于复杂, 而且传质系数的关联及相关理论还不成熟, 目前还处于研究阶段[3], 实际应用的报导并不多见。本文仍以仿真和控制中应用较多的平衡级模型为基础进行研究。本文仍以仿真和控制中应用较多的平衡级模型为基础进行研究, 列写其主要方程式如下:

物料衡算方程

热量衡算方程

(3) 相平衡方程

(4) 摩尔分数加和式

(5) 各级总物料衡算方程

(6) 水力学方程

(7) 压力降方程

3 模型的简化

乙烯精馏塔是一个多变量关联, 有约束的系统, 既要求控制平稳、保证产品质量, 又要求卡边控制、提高效率、降低能耗, 常规控制一般很难实现, 这就需要在动态模型的基础上, 设计好的控制系统。象先进控制中的预测控制对模型要求较低, 具有较好的鲁棒性, 但要将模型用于生产过程的在线控制和计算, 必须保证模型计算的实时性, 这就要求对于高阶、非线性、逐板计算的严格乙烯精馏塔模型必须作适当的简化。

3.1 线性化

从上述方程 (1) , (2) , (5) 中我们可以导出精馏塔的以温度和组成为状态变量的微分方程如下:

从 (8) (9) 可以看到, 对整个精馏塔, 尤其是多组分精馏而言, 微分方程的数目将会十分庞大, 而且是非线性的, 计算量很大, 不适合于控制要求及多变量控制系统的仿真。根据控制要求, 需要得到各变量之间的动态响应关系, 也就是增量之间的关系。将上述非线性关系中各变量在其稳态点附近做线性化处理, 即按Taylor级数展开, 忽略所有二次项和高阶项, 仅保留线性项, 即可得到线性化了的方程。线性化处理有一个显著的特点就是:扰动足够小 (在稳态点附近) 时, 其结果能较为真实的反映原来的非线性情况。根据这个特点, 在多个稳态点附近对原始模型进行线性化, 就可以在一定的控制范围内, 线性化的模型仍能尽量的反映对象的真实特性。

3.2 模型降阶

本文采用房室法对某乙烯精馏塔进行分段简化处理, 该塔共127层塔盘, 对其进行分段处理, 1-10取为第一段, 11-105取为第二段, 106-127取为第三段, 如图1所示。结合机理模型, 选取温度和组成作为状态变量, 因为考虑到乙烯纯度是乙烯精馏塔中产品的主要指标, 所以在状态方程中就不将其它三个组分的微分方程一一列出, 这样就可以得到这三段的状态方程如下:

第一段:

第二段:

第三段:

式中:u1=LR塔顶回流量 (kmol/h) , u2=V3塔顶加热蒸汽量 (kmol/h) , L1=LR-S1=u1-S1, V2=V3+F2=u2+Ff, L2=u1-S1-S2, V1=V2, Ff进料流量 (kmol/h) , Tf进料温度 (K) , S1侧线采出产品流量 (kmol/h) , TR回流产品温度 (K) , S2塔第二段侧线抽出流量 (kmol/h) , Qj (j=1, 2, 3) 换热量 (k J/kmol) , x1为塔顶乙烯浓度 (摩尔分率) , x2为塔中段乙烯浓度 (摩尔分率) , x3为塔底乙烯浓度 (摩尔分率) 。

该塔共127层塔盘, 按平衡级假设建模, 大概有76个平衡级, 进行简化处理, 微分方程方程的数目可由原来的380个 (每级4组分, 1个温度) 减少为6个 (乙烯组分和温度) 。

4 多变量预测控制算法描述

应用袁璞[4,5]多变量状态反馈单值预测控制算法, 控制时域L=1, 即只在k时刻改变控制作用的大小, 在其以后控制作用维持不变, 即

式中:

是第j个输出的阶跃响应在pj时刻的值, j=1, 2, …, r。

多变量单值预测控制的最优化目标, 是使反馈修正后的输出预测值等于输出给定值, 由预测控制的数学模型可推得:

其中:j=1, 2, …, r。

假设多变量系统输入维数与输出维数相等, 即r=m, 由此得到其多变量预测控制系统的最优控制律为:

式中:Ys (k) 是输出给定值, 是输出预测值。

式中, 是对多变量系统的每一个输出yj (k) , 选定的预测时域pj, j=1, 2, …, r, 由式 (17) 可知, 选取多变量预测控制系统预测时域P的必要条件是使矩阵S-1 (P) 存在。

假设多变量预测控制系统的预测模型准确, 即输出实测值等于输出预测值, 则有:

将式 (20) 结合预测控制模型可推导出闭环预测控制系统的状态空间描述为:

式中:

得闭环预测控制系统对给定值的传递函数:

从上述分析可以看出, 预测控制的数学模型使用状态空间描述, 应用单值预测控制算法, 所得到的多变量预测控制系统的表达式比较简洁, 可以借助线性控制理论的知识, 对多变量预测控制系统进行系统的理论分析, 为多变量预测控制系统的分析设计与实际工程应用提供必要的理论依据和有效的设计方法[6,7,8,9,10,11]。

5多变量预测控制仿真

MATLAB中的MPC是基于模型预测控制的工具箱, 包括了有约束、无约束、可测干扰、不可测干扰等多种条件下的预测控制。对于不同情况下的仿真, 都通过设置控制器参数来实现。为了充分利用搭建好的MATLAB环境下的乙烯精馏塔平台, 设计较好的多变量预测控制器, 本文在此基础上构建了乙烯精馏塔的MATLAB/SIMULINK多变量预测控制仿真平台, 并进行了仿真分析, 仿真原理如图2所示。

从仿真的角度考虑, 把M P C控制器的输出直接作为乙烯精馏塔的输入, 忽略了中间环节, 与实际装置的控制有所区别, 但原理一样, 不影响控制的结果。图中k表示当前步数, u是操纵变量, x为被控变量。

乙烯精馏塔对产品质量要求十分严格, 一般采取的方式是间接质量控制, 即采用控制温度的形式来间接控制产品质量, 但是体系中的乙烯、乙烷挥发度十分接近, 塔顶塔底温度相差很小, 控制温度的话误差较大, 很难实现产品质量的卡边控制。所以本文直接采用塔顶、塔底组分为直接质量指标进行控制。按多变量控制的要求, 对该乙烯精馏塔进行变量分割, 选择塔的变量如表1所示。

因为乙烯塔塔顶和塔底相互耦合, 塔顶、塔底产品组成很难同时实现给定值控制, 故采用塔顶乙烯产品浓度给定值控制, 塔底乙烷浓度区域控制, 分别在有干扰的情况下实施控制并进行仿真分析, 设定被控变量x1、x2、x3;操纵变量为u1 (回流量) 、u2 (中间再沸器加热蒸汽量) 、u3 (塔底再沸器加热蒸汽量) ;状态变量与表相同;干扰变量为v1 (进料流量) 、v2 (进料温度) 以及对精馏塔输入和输出观测值的不可测扰动。

5.1 无干扰的情况

仿真条件:预测时域P=20、控制时域M=5, 采样时间Ts=3min, 改变塔顶乙烯产品浓度x1的设定值, 增加0.4%, 改变塔底馏出物乙烷浓度x3的中心设定值减小0.5%, 约束区间为[0.95 0.99], 操纵变量塔顶回流量LR的变化量约束为±5kmol/min、塔底再沸器加热蒸汽量V1的变化量约束为±0.1kmol/min, 中间再沸器的加热蒸汽量V2的变化量约束为±0.1kmol/min。

应用建立的多变量预测控制仿真平台进行该仿真条件下的多变量预测控制仿真, 仿真曲线如图3和图4。从图中可以看出, 为了达到提高塔顶乙烯纯度的目的, 塔顶回流量增加, 塔底和中间再沸器的加热量都处于下降趋势, 符合工艺控制原理, 而且控制效果也很明显。

塔底再沸器因为塔釜和再沸器贮液量的存在, 加热蒸汽量开始增加最后急剧下降, 这是由于塔釜和再沸器构成的非最小相位系统而形成的反相现象。同时塔顶乙烯纯度已经很高, 再增加的裕度很小, 导致塔底乙烷含量急剧下降, 所以在控制的时候因协调好输出变量之间的关系, 从而达到最佳的控制目的。

5.2 有干扰的情况

仿真条件:预测时域P=10、控制时域M=3, 采样时间Ts=2min, 改变塔顶乙烯产品浓度x1的设定值, 增加0.4%, 改变塔底馏出物乙烷浓度x3的中心设定值减小0.5%, 约束区间为[0.95 0.99], 操纵变量塔顶回流量LR的变化量约束为±5kmol/min、塔底再沸器加热蒸汽量V1的变化量约束为±0.5kmol/min, 中间再沸器的加热蒸汽量V2的变化量约束为±3kmol/min, 干扰设定为:

①40min后进料温度增加0.05℃;

②80min后进料流率增加0.5kmol/min;

③对象的三个输出 (塔顶、塔底组成及灵敏板组成) 采用频率为ω=π/5, 幅度分别为0.0004、0.1、0.004的不可测正弦噪声扰动。

仿真结果如图3和图5所示, 可见控制器对进料温度和输出扰动的抗干扰能力比较强, 但是进料流量波动后, 产品浓度出现了较大的波动, 控制器的控制率也出现了较大的波动, 塔底再沸器受约束影响, 最后一直稳定下限, 中间再沸器的调节占到了主导作用, 回流量和中间再沸器的调节幅度都比较大。由于乙烯精馏塔的非线性较强, 线性化得到的控制器模型适应性较差, 工况发生较大变化时, 控制器的控制效果就不是很理想, 如果能实时的修正控制器模型, 将会大大提高控制器的控制品质[12]。

6 结束语

本文在给出乙烯精馏塔原始机理模型的基础上, 按房室法, 对精馏塔进行降阶、线性化处理后, 在尽量保持原始机理模型特性的基础上, 可以大大提高了计算效率, 同时使得机理模型适用于多变量预测控制器的开发。基于MATLAB/SIMULINK开发的完整的多变量预测控制系统仿真平台, 可以充分利用其完备的模块库功能进行仿真, 设计了乙烯精馏塔的多变量预测控制仿真平台, 并且在有扰动和无扰动的情况下, 利用该平台分别进行了乙烯精馏塔的多变量预测控制仿真。

符号说明

参考文献

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精馏塔智能操作指导系统 篇3

精馏过程的研究经历了相当长的发展时期。在国内较早时期的化工原理仿真软件中, 浙江工业大学的郑祖铭老师在20世纪90年代开发的精馏实验仿真系统比较具有代表性[4], 2009年北京东方仿真软件公司和天津大学合作开发了化工原理实验仿真软件[5], 两款软件都有侧重点, 但单纯把人工智能应用到精馏过程的DCS仿真系统中, 开发可移植的智能指导系统却未见报道。

笔者提出的精馏过程智能指导系统是以专家系统CLIPS语言为基础, 用于技术人员在进行开停车操作练习时的实时指导。该指导系统利用CLIPS强大的推理和表示功能开发专家系统的知识库和推理机部分, 利用VC2005开发人机交互界面和与外界进行数据交换, 给操作人员在操作过程的任一时刻提出指导和解释, 在开停车过程中较好地辅助工艺人员操作, 确保开停车过程的顺利进行。主要介绍精馏塔智能指导系统的开发方法和过程, 给出软件的组成和每部分的功能, 规则和规则库的创建, 对规则库修改、增加和删除管理, 并以以脱丙烷精馏塔为例, 说明其实际应用情况。

1 系统开发

1.1 整体结构

精馏塔智能指导系统由CLIPS知识库、实时数据采集及专家指导意见等组成, 如图1所示。知识库中存储了大量以规则形式存在的领域专家的经验知识和已知事实, 通过采集的实时数据决定在每个控制信息下要触发的规则, 并给出相应的指导意见。运行该操作指导系统, 首先要运行精馏塔的DCS仿真系统;其次加载专家系统引擎和CLIPS文件;然后从DCS仿真系统中获取实时数据;最后系统会判断需触发的规则并给出指导信息。

1.2 规则的建立

精馏塔智能指导系统的主要功能是实现对精馏塔开停车过程中设备开启顺序和工况参数的监视和指导, 这就需要把开停车步骤条理化, 如果用诸如C语言等编程, 过程会非常复杂, 而且也达不到预期的理想效果。而基于规则的CLIPS专家系统的设计开发, 则可以满足这些需要。

CLIPS采用的是产生式规则系统, 每条规则都是“if (某条件成立) , then (某结论成立) ”的形式[6]。这就要求把精馏塔的开停车步骤整理成“条件-行动”式。精馏塔的开车过程包括4部分:系统 (储罐和精馏塔) 氮气置换;储罐进料;精馏塔进料和升温;精馏塔出料并使之运行平稳。以储罐氮气置换为例, 建立规则, 这时所有阀门和泵处于关停状态。根据工艺和操作经验, 把充氮过程整理成“if…then…”形式, 具体如下:

Rule1如果放空管线手阀打开, 那么可以打开充氮阀

Rule2如果充氮阀和放空手阀打开, 那么充氮开始, 注意氧气变化

Rule3如果氧气含量小于1%, 那么可以关闭氮气阀和放空阀

Rule4如果氮气阀和放空阀关闭, 那么充氮结束, 可以进行下一步

Error1如果充氮阀关或原料阀开, 那么就给出错误警告, 提示关闭充氮阀

前4个规则是顺序执行的, 也就是说, 只有Rule1被激发, 且满足Rule2的条件时, 才会执行Rule2。通过这种规则的建立, 使得操作提示也按顺序完成。如果充氮过程中打开放空手阀后, 没有打开充氮阀, 而是打开了原料阀, 这时便会触发Error1, 给出相应的警告。错误规则没有严格的触发顺序, 只有在进行错误操作时才会给出相应的提示。

精馏塔操作指导中的主要变量包括进料泵、回流泵、采出泵、预热器、冷凝器、再沸器、进料阀、塔顶回流阀、塔釜采出阀、储罐充氮阀、塔充氮阀、储罐放空阀、回流罐放空阀、储罐瓦斯手阀、回流罐瓦斯手阀, 皆为开/关量;其余为高/适中状态, 包括储罐液位、精馏塔液位和回流罐液位。充氮过程的规则如下:

Rule1储罐充氮阀关/储罐放空阀关, 准备对进料罐充氮气

Rule2储罐充氮阀关/储罐放空阀开, 可以打开储罐充氮阀开始充氮气

Rule3储罐充氮阀开/储罐放空阀开, 开始充氮气, 注意储罐中氧气的含量变化;充氮结束时需关闭储罐充氮阀和储罐放空阀

Rule4储罐充氮阀关/储罐放空阀开, 则关闭储罐放空阀

Rule5储罐充氮阀关/储罐放空阀关, 则第一阶段充氮完成, 可以开始下一阶段的氮气置换, 先打开塔顶的放空阀和回流罐放空阀

Rule6塔充氮阀关/回流罐放空阀开, 则打开塔充氮阀, 精馏塔开始充氮

Rule7塔充氮阀开/回流罐放空阀开, 注意观察塔顶和回流罐中的氧气含量变化, 精馏塔充氮结束先关闭塔充氮阀

Rule8塔充氮阀开/回流罐放空阀关, 关闭回流罐放空阀

Rule9塔充氮阀关/回流罐放空阀关, 充氮完成

在CLIPS中, 规则的开头包括3个部分, 即关键词defrule、规则名和可选的注释字符串, 其一般格式为:

1.3 规则库的设计

知识库是实现系统高智能运行的关键, 用于存放由知识获取程序所获取的专家知识[7]。为了实现推理机和解释机的快速高效运行, 知识库分为便于解释机读写的专家知识数据库主便于推理机推理的专家系统规则库。专家系统规则库为用于存储CLIPS规则的.clp文件, 方便推理机进行规则的调用。

精馏塔开停车指导系统设计的重点在于设置CLIPS规则库, 建立规则库之前必须先进行模板的自定义。如, 开车规则库的模板定义为:

CLIPS知识库触发规则实现推理的过程不能缺少输入输出, 输入是触发规则的前提条件, 输出的则是推理结果。而在CLIPS知识库中这种能被有效识别的输入则称为事实。没有事实的输入, CLIPS知识库就无法启动推理。因此, 事实的建立是进行CLIPS推理的前提条件。事实以deffacts开头, 其定义格式如下:

在规则库中, 有时一个事实可以同时触发多个规则, 为此需要对已触发的规则进行标记, 然后修改其触发状态, 使之成为触发其他规则的一个条件。标志变量的模板定义如下:

比如, 对充氮过程的rule1进行标记, 并对其触发状态进行修改, 语句如下:

其中flags 0表示rule1未触发, flag1表示已触发。

2 仿真应用

精馏塔智能指导系统采用Visual和CLIPS语言混合编程技术, 并不依赖具体精馏塔开停车的数学模型, 对于不同的化工装置和物料, 只需更新知识库即可实现对开停车过程的智能指导, 具有很好的可移植性。此指导系统是基于仿真软件开发的, 现以脱丙烷精馏塔仿真为例来介绍其具体应用。

2.1 脱丙烷精馏塔工艺流程

脱丙烷精馏是气体分馏装置的一部分, 其功能是将液化石油气中的C2、C3组分与C4组分分离, 其工艺流程如图2所示。

来自催化裂化装置的液化石油气经脱硫处理后进入脱丙烷流程, 来料首先进入储罐D-701, 由脱丙烷塔进料泵P-701A/B抽出, 流经脱丙烷塔进料加热器E-701时, 用来自催化裂化装置吸收-稳定系统的稳定汽油加热至79℃, 之后进入脱丙烷塔C-701, 从塔顶得到C2和C3的混合物, 塔釜得到各种C4的混合物。塔顶汽相物料经脱丙烷塔顶空冷器EC-701冷凝后进入回流罐D-702, 罐内的液体一部分用脱丙烷塔回流泵P-702A/B抽出作为回流液送回塔顶, 另一部分用采出泵P-703A/B抽出送至脱乙烷塔。C-701塔釜液相物料一部分流经再沸器E-702被低压蒸汽加热汽化后返回塔釜, 另一部分液相物料则作为塔釜产品由塔压送往脱丁烷塔。

2.2 操作指导分析

智能指导系统的界面要求简洁友好, 这就要求把复杂的DCS图转化为简单的流程图, 只保留关键设备、泵和阀门, 并对其进行组态, 组态框中输入其对应设备的ID号, 并且每个设备都必须有对应的ID号。

使用智能指导系统时, 首先打开精馏塔的DCS仿真软件, 将指导系统与DCS相连接, 获取仿真实时数据, 获取成功后的画面如图3所示, 因为此时所有的阀还处于关闭状态, 所以界面出现第一步指导信息, 提示操作人员应该先打开储罐放空阀, 准备充氮气。操作人员执行之后, 接着提示开始充氮气, 请注意D-701中氧气的含量变化。这样, 在指导信息的详细提示下, 操作人员即可快速准确地完成精馏塔的开车过程。

图4为操作指导信息界面, 操作人员在DCS中每执行一步, 指导系统就会有相应的提示。如果操作错误, 就会给出警告, 并提出相应的处理措施。例如, 操作人员在还没有进行系统充氮时, 就打开了原料阀, 这时就会给出相应的报警提示:警告请不要打开原料阀, 先进行设备充氮, 执行上一步骤。进行氮气置换时, 氧气含量达到1%以下才算置换合格, 如果氧气含量达标之前就关闭充氮阀, 也会触发报警提示:充氮未完成, 请不要关闭充氮阀。只有当一切符合条件之后, 才会提示下一步的动作。

精馏塔的进料温度要稳定在79℃左右, 这就需要对预热器E-701有严格的控制。当打开预热器时, 指导系统会时刻监视原料温度的变化, 当温度还未达到79℃就打开D-702的瓦斯手阀, 这时指导系统就会给出错误提示:原料温度未达到79℃, 请关闭瓦斯手阀。如果温度超过了79℃, 系统就会马上给出警告:原料温度已超过79℃, 请减少热量输入。只有当温度稳定在79℃左右时, 指导系统才会给出正确的提示, 继续执行开车步骤。

3 结束语

笔者以脱丙烷塔为例, 设计精馏过程智能指导系统, 将精馏开停车过程转换为以CLIPS语言表达的规则库, 实现了用户界面与CLIPS推理机间的信息传递, 完成了对精馏装置开停车过程的智能指导。仿真测试结果表明:该指导系统简单方便, 反馈效果准确, 能够及时指出错误操作, 并给予正确的指导信息, 达到了实时安全指导的目的。但是, 软件还有待完善, 需补充多方位错误操作提示功能, 同时进一步扩充规则库。

参考文献

[1]付饶, 穆彦军.精馏操作技术的研究[J].山东化工, 2013, 42 (5) :137~138.

[2]王振恒.化工过程开车过程故障诊断方法研究[D].北京:北京化工大学, 2009.

[3]谢慧明.基于人工智能的精馏实验导师系统[D].杭州:浙江工业大学, 2011.

[4]Fan X H, Wang Y, Chen X L, et al.Mathematical Models and Expert System for Grate-kiln Process of Iron Ore Oxide Pellet Production (PartⅡ) :Rotary Kiln Process Control[J].中南大学学报 (英文版) , 2012, 19 (6) :1724~1727.

[5]肖应旺.基于软测量的化工精馏过程推断控制策略[J].控制工程, 2012, 19 (2) :301~306.

[6]谭大鹏, 李培玉, 潘晓弘, 等.基于CLIPS的故障诊断专家系统开发环境[J].浙江大学学报 (工学版) , 2009, 43 (2) :240~243, 393.

两种乙烯精馏方法的探讨 篇4

1 乙烯精馏的原理

乙烯精馏塔的进料包括氢气、甲烷、乙烯、乙烷、丙烯、丙烷等,属于多元精馏系统。但其中乙烯、乙烷是最主要的,达99.6mol%以上(根据加氢工艺不同而略有不同),其他组份含量很少,因此我们可以近似地将乙烯精馏过程看成乙烯、乙烷的二元精馏,这样以来分析会得到很大简化且不会有很大差异。

分离混合组分的基本依据是两组份挥发性的差异。纯液体的挥发度可以用一定温度下的饱和蒸汽压来标志,饱和蒸汽压大的容易挥发,小的则不容易挥发在-20℃时,乙烯和乙烷的饱和蒸汽压分别是2.6 MPa和1.5 MPa。相对而言,乙烯较乙烷来说易于挥发。混合组分相对挥发度是其温度、压力、浓度的函数。我们知道,压力可以影响混合物气液平衡,压力大则相对挥发度减小,压力小相对挥发度则增大。相对挥发度也会随着温度的上升而减小,只是其变化趋势非常缓慢,其决定因素还是操作压力。

图1是乙烯-乙烷相对挥发度,乙烯对乙烷的相对挥发度随压力的升高而降低。在相同压力下,乙烯对乙烷的相对挥发度随温度降低而降低,随乙烯浓度的升高而降低[1]。

因此,随着压力的下降,相同塔板数时所需的回流比下降,相同回流比时所需的塔板数也下降,其关系如图2。塔板数相同时,采用较低的操作压力,所需回流比降低。但塔顶温度为了满足其露点要求,也随之降低,这就要求更高级别的冷量。并且,由于其低温材料等级较高,维护起来较为复杂。选择高压乙烯精馏时,虽然需要塔顶温度较高,使用丙烯冷剂即可,但因为回流比较大,降低了单塔的处理能力,同样规模的乙烯装置,其乙烯塔的尺寸较低压乙烯精馏塔要大很多,塔壁更厚,建设成本增加。并且,较大的回流比会直接导致丙烯制冷压缩机负荷很高。因此,乙烯精馏系统存在一个最优化问题,根据原料性质、工艺流程、冷区冷量分配、制冷机组选择等,通过全盘考虑研究,选择适合本装置的精馏方法。

目前世界范围内不同的装置采用不同的分离流程,典型的如顺序分离、前脱乙烷、前脱丙烷等,非典型的如渐进分离、油吸收分离等。但最后的乙烯精馏总的来说可以归纳为两种,低压开式热泵流程和高压乙烯精馏流程。

2 低压乙烯精馏流程

对于低压乙烯精馏,其塔顶操作压力一般为0.5～0.8 MPa,塔顶温度为-50～-60℃。塔顶冷凝器需要使用乙烯冷剂。因此,为了降低乙烯制冷压缩机能耗,采用低压乙烯精馏时均与乙烯制冷压缩机组成开始热泵系统。

2.1 热泵的基本概念

常规精馏塔是从塔顶冷凝器取走热量,塔釜再沸器加入热量,通常塔顶所取走热量是塔釜加入热量的90%左右,对于乙烯精馏这样的塔顶塔釜都需要制冷压缩机提供冷剂的精馏操作,能量利用尤其不合理。如能想方法将塔顶的气相冷凝放出的热量补充给塔釜再沸器,就可以很大程度上的降低能耗。但是任何一个精馏塔,其塔顶温度都较塔釜温度要低,根据热力学第二定律“热量不能自动地从低温流向高温”,我们知道,除非外界做工,才能使热量从低温流向高温。这种通过做工使热量由低温介质流向高温介质的系统称为热泵系统。

热泵又可以分为开式热泵系统和闭式热泵系统。在乙烯装置中可以将乙烯制冷系统跟乙烯精馏塔联合起来组成开式热泵系统,乙烯精馏塔成为乙烯制冷压缩机的一个吸入罐,这可以提高乙烯精馏过程的热效率。当然,也会相应地增加乙烯制冷压缩机的功耗,但相对闭式热泵系统,总的来说还是大幅度的降低低压乙烯精馏的能耗。

2.2 低压开式热泵乙烯精馏

典型流程如图3。

1-乙烯精馏塔;2-一段吸入罐;3-二段吸入罐; 4-三段吸入罐;5-乙烯制冷压缩机;6-乙烯收集罐

乙烯塔顶气相物流进入乙烯制冷压缩机三段吸入口,乙烯制冷压缩机出口高压气相经冷却后去乙烯精馏塔塔釜再沸器为其提供热量。冷凝液一部分作为乙烯精馏塔回流,一部分作为产品外送,其余的满足其装置中不同级别乙烯制冷的需要。乙烯收集罐的液相乙烯经节流制冷为不同级别的冷剂用户提供冷量后进入不同的吸入罐。塔釜液相乙烷经冷箱回收冷量后去乙烷炉进行循环裂解[2](为抑制烯烃在裂解炉中结焦,乙烷中的乙烯含量必须加以控制,控制指标一般小于1 mol%)。

另外可以在乙烯塔设置中沸器,这样可以很大程度减少塔釜再沸器的负荷。

现在乙烯装置对能耗要求非常严格,这个直接关系到节能减排以及装置的经济效益。开式热泵系统符合这个趋势。当然,它在大幅度降低能耗的同时,也会存在一些缺陷。这就需要我们操作人员加以注意并克服。

热泵系统的主要缺点:

流程复杂,操作时要同时兼顾乙烯制冷压缩机的平稳运行和乙烯塔的精馏操作,乙烯塔操作波动会影响到乙烯制冷压缩机的运行。

开式热泵系统对高要求的聚合级乙烯来说,存在产品被污染的风险。

热泵系统要求进入乙烯精馏塔的物料中甲烷等轻组分含量足够低,防止甲烷、氢气等轻组分沉积于乙烯制冷压缩机而造成其超压。

使用低压开式热泵乙烯精馏,乙烯精馏塔不能采用“巴氏精馏”法进行侧线采出。

3 高压乙烯精馏流程

高压乙烯精馏塔顶操作压力一般为1.8～2.3 MPa。因为压力提高,相对挥发度减小,达到相同的分离效果需要较多的塔板数,较大的回流比。但同时塔顶露点也相应提高,塔顶温度一般为-20～-38℃。塔顶冷凝器使用-40℃的丙烯冷剂即可。

工艺流程见图4。

乙烯精馏塔塔顶气相经-40℃丙烯冷剂冷凝之后进入塔顶回流罐,另外一部分气相直接进入乙烯球罐后外送。回流罐的乙烯液相作为乙烯塔回流,顶部不凝气相进入裂解气压缩机。乙烯塔整体温度比较低,塔中用-20℃乙烯气做重沸热源,塔釜用压缩后丙烯做重沸热源,回收了其冷量。塔釜为液相乙烷,经冷箱回收冷量之后进入乙烷炉进行循环裂解。

对于后加氢脱炔工艺来说,高压乙烯精馏是一个很好的选择。可以使用侧线采出而不必设置第二脱甲烷塔,塔顶氢气、甲烷等不凝气可以返回裂解气压缩机。这样以来操作方便,同时可以节省投资。

高压乙烯精馏相对而言流程简单,操作方便。乙烯塔材质相对于低压乙烯精馏要低,节省投资。问题在于高压乙烯精馏要求较高的回流比,回流比一般为3.4～5,而低压乙烯精馏回流比仅为1～2。回流比大降低了塔的处理能力,同样规模的乙烯装置,其乙烯精馏塔尺寸会更大。同时大回流操作对丙烯冷剂是一个很大的消耗。丙烯制冷压缩机负荷会很大。而裂解装置中的丙烯冷剂用户很多,易产生波动,这给乙烯精馏的平稳操作提出了很大挑战。

4 两种精馏方式的比较

有效分析结果表明,乙烯高压精馏与低压精馏的过程效率大致相等,约20%。但高压精馏流程简单,乙烯精馏塔材质要求低,同时适应前加氢和后加氢两种工艺,压缩功耗较低,因而得到较广应用。当然,这个也跟原料性质、加氢脱炔工艺选择、裂解炉蒸汽产量、冷分离冷量合理分配、整体布局、制冷机组的选择、投资操作费用均有关。不同工艺,不同装置需要根据自己的特点选择适合自己的乙烯精馏方法。

表1是某装置(80 kt/a)的采用两种方法的对比[3]。

5 乙烯精馏的节能

不同于一般类型精馏,乙烯精馏塔精馏段所需回流比较大,而提馏段所需回流比较小,加之精馏段温度变化较小,因此在乙烯塔中部设置再沸器对其冷量进行回收是非常适宜的,同时也省去了不必要的蒸发和冷凝,节能效果很明显。所谓中间再沸器,是在精馏塔精馏段提馏段某处加入一定热量,以替代一部分从塔底加入的热量。由于精馏塔温度是沿着塔高而下降的,中间再沸处的温度比塔釜温度低,这样可以用比塔底热源温度低的热源加热,回收的冷量其质量也更高。另外,采用多股进料也可以降低乙烯精馏的能耗。两者原理是一样的,都可以避免不必要的蒸发和冷凝。

武汉乙烯采用前脱丙烷流程,前冷进料中没有碳四组分,这使前冷系统丙烯乙烯冷冻功耗也有所降低,且脱甲烷系统采用高压双塔工艺。采用低压开式热泵乙烯精馏塔,进料无需增设动力泵,总功耗不会有大的增加。乙烯精馏塔的回流来自乙烯制冷压缩机四段出口经过冷凝的过冷乙烯液相,此外,乙烯机三段出口的气体经过与从123层塔盘抽出的乙烯换热后作为回流,进一步降低台冰机的功耗,采用低压乙烯精馏工艺是对武汉乙烯流程综合考虑后的优化方案。

6 结论

乙烯装置分离的组分非常复杂,而且裂解原料不同,裂解产物的组成变化相当大,分离顺序需要根据原料性质、产物的含量来具体选择。而乙烯精馏塔出料是乙烯装置最重要的产品。乙烯塔又是整个冷分离系统中冷量消耗大户。乙烯塔选择的工艺流程直接影响产品产量、质量,以及能耗。低压、高压乙烯精馏原则上并不存在优劣,其选择要依据每个装置自身的工艺特点,综合考虑、整体兼顾,将整个装置的分布合理化,节省投资,降低装置能耗,从而实现较好的经济效益。

参考文献

[1]陈敏恒.化工原理[M].化学工业出版社,2006:223-227.

[2]王松汉.乙烯装置技术与运行[M].中国石化出版社,2009:302-306.

关于连续酒精精馏塔的设计 篇5

1 工艺流程图

连续酒精回收塔工艺流程如图1所示。

2 精馏塔的设计

2.1 数据

乙醇—水气液平衡数据如表1所示。

2.2 用图解法求理论塔板数

根据表1乙醇—水气液平衡数据表绘得乙醇—水气液平衡曲线图 (图2) , 然后在此图上用图解法求塔板数。

已知被回收乙醇经预热器后在泡点下进塔, 进料组成为50%, 塔顶馏出液组成为94%, 回流比为3, 塔釜残液含乙醇量为5%, 进料量F=800 kg/h。

图解前把重量百分数换算成摩尔百分数:

(1) 在直角坐标上绘出X—Y平衡曲线, 并做出对角线;

(2) 在X=XD=0.860处作铅垂线, 与对角线交于点a, 再由精馏段操作线的截距XD/ (R+1) =0.215, 在Y轴上定出点b, 连ab, ab线即为精馏段操作线;

(3) 在X=XF=0.281处作铅垂线, 与对角线交于点e, 从点e作斜率为q/ (q-1) 的q线ef。因在泡点下进料, q=1, 故ef线为铅垂线, 该线与ab线交于点d;

(4) 在X=Xw=0.020处作铅垂线, 与对角线交于点c, 连cd, cd线即为提馏段操作线;

(5) 从点a开始, 在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线及铅垂线组成的梯级, 当梯级跨过点d时, 则改在提馏段操作线与平衡线之间绘梯级, 止于最后一梯级X≤Xw=0.020, 由梯级的数目求得精馏段理论塔板数为29块, 提馏段理论塔板数为3块。

2.3 塔径

2.3.1 由精馏塔的物料衡算求D (馏出液量, kg/h) 和W (塔釜残留液量, kg/h)

2.3.2 塔设备的选型

根据产量及行业特点, 设计采用陶瓷波纹填料塔。

2.3.3 空塔气速u

空塔气速u为泛点气速UF的60%～80%

陶瓷波纹填料空隙率ε=0.462 m3/m3

当量直径de=3.43 mm

乙醇液相表面张力δ=17×10-3N/m

塔顶气相平均分子量MD=y1m1+y2m2=0.86×46+0.14×18=42.08

塔底气相平均分子量MW=y1m1+y2m2=0.17×46+0.83×18=22.76

y1, y2为塔顶气相中乙醇, 水的摩尔分数;m1, m2为乙醇, 水的分子量。

取U宜=1.2 m/s。

2.3.4 塔径

气相流量V= (R+1) D=4×404=1 616 kg/h

圆整取D=600 mm。

2.4 塔高

填料塔的高度取决于填料层高度。填料层高度Z=等板高度×理论板层数。其中等板高度 (HETP) 是与一层理论塔板的传质作用相当的填料层高度, 其不仅取决于填料的类型与尺寸, 而且受系统物性、操作条件及设备尺寸的影响。对于乙醇水系统之分馏, 其陶瓷波纹填料的等板高度取300 mm。

填料总高度Z=9 600 mm。

2.5 进料设计注意点

考虑到工业废酒精含杂质较多, 易引起提馏段填塞, 我们采取了2种措施: (1) 在塔体内进料处设置丝网过滤器, 以过滤杂质; (2) 废酒精在进入本装置前必须经过过滤器粗滤。

3 再沸器的工艺计算

料液平均比热CF=0.5 C乙+0.5 C水=0.5×0.76×4.19+0.5×4.19=3.68 k J/ (kg·℃)

泡点温度tF=83℃

料液带入热量QF=CF·F·tF=3.68×800×83=244 352 k J/h

回流液比热CL=C乙=0.76×4.19=3.18 k J/ (kg·℃)

tL=t乙=78℃

L=R·D=3×404=1 212 kg/h

回流液带入的热量QL=C乙·L·tL=3.18×1 212×78=300 624 k J/h

塔顶蒸气焓值HV=910 k J/kg

V= (R+1) ·D=4×404=1 616 kg/h

塔顶蒸气带走的热量QV=V·HV=1 616×910=1 470 560 k J/h

塔底残液比热CW=C水=4.18 k J/ (kg·℃)

tw=t水=100℃

塔底残液带走的热量Qw=Cw·W·tw=4.18×396×100=165 528 k J/h

再沸器的热负荷QB= (QV+QW-QF-QL) ·系数 (系数指热损失, 取1.2)

则QB=1.2× (1 470 560+165 528-244 352-300 624) =1.31×106k J/h

因蒸气工作压力取0.15 MPa, 对应蒸气温度127℃

平均温差Δtm=127-100=27℃

采用U型管加热, 总传热系数k取经验值2 160 k J/ (m2·h·℃)

加热面积

取S=25 m2。

4 预热器的工艺计算

原料液温度t=20℃, 加热至泡点tF=83℃

Q预=CF×F× (tF-t) =3.68×800× (83-20) =1.85×105k J/h

平均温差

传热系数k取1 080 k J/ (m2·h·℃)

传热面积

取S预=3 m2。

5 冷凝器

冷却水进口温度20℃, 出口温度30℃。

平均温差

传热系数k=1 080 k J/ (m2·h·℃)

冷凝面积

取S冷凝=30 m2。

6 冷却器

成品乙醇经冷却器从78℃冷却至25℃, 冷却水进口温度15℃, 出口温度20℃。

Q=C乙·D· (t1-t2) =0.76×4.19×404× (78-25) =6.80×104k J/h

平均温差

传热系数k=540 k J/ (m2·h·℃)

冷却面积

取S冷却=6 m2。

此600连续酒精回收塔经多家厂方使用, 设备运转良好, 基本达到设计预期的要求。

摘要：通过一个连续酒精回收塔的设计计算实例, 阐述了其相关设计思路。

关键词：连续酒精回收塔,精馏塔,再沸器,预热器,冷却器,冷凝器,设计,计算

参考文献

[1]国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册[M].1996

有关精馏塔技术的研究和应用 篇6

1 精馏塔精馏技术原理

1) 所谓的精馏工艺技术, 就是把一定浓度的溶液通过传送装置输送到精馏装置内, 只这部分溶液通过不断的进行冷凝和气化, 在精馏塔塔顶和精馏塔的塔底一起得到出现与其产品的一种生产过程。在这个精馏塔精馏工艺运作的过程中, 需要同时运作其他技术设备。如, 精馏塔、再沸器、冷凝器、回流泵以及回流罐。在石油化工方面的行业中, 精馏设备装置大多采取连续精馏的运作模式, 具体的流程图请参阅图1所示。

2) 连续精馏工艺技术的具体运作流程如下:

(1) 原料输送金进料口, 进料口将整个精馏塔分成了精馏过程段和提取过程段;

(2) 当溶液侏儒仅精馏塔以后, 由于各部分分组都具有不同的沸点, 从而导致低沸点的分组达到了一种气化效果, 从而往上升腾, 而高沸点的分组则相反, 都是随着溶液向下流淌, 并且通过和精馏塔内部上升的蒸汽;

(3) 经过向下蒸馏分离之后, 部分下半部分的液体被引导而出, 部分液体被连续的加热之后再次返回到精馏塔;

(4) 部分整齐在冷凝机中变成液体, 在经过回流泵输送进回流罐。其中这部分蒸汽一部分成为了产品, 一部分作为回流液体再一次流淌回蒸馏塔。

2 精馏塔常见的几种分类

1) 蒸馏塔是当今社会使用最普遍也是各企业最普及的蒸馏分解设施, 它的具体分类也比较多。精馏塔按照结构可分为填充材料塔和板式精馏塔;按照分离组来讲可分为多元蒸馏塔和二元蒸馏塔;按照操作了的连续性来讲, 又可以分为连续蒸馏塔和间歇性蒸馏塔;按照精馏压力来划分有可以分为加压蒸馏塔, 常规压力蒸馏塔以及减压蒸馏塔。最后, 按照混合物重组角度来分的话又可以分成特殊性质蒸馏塔和一般性质蒸馏塔。

2) 关于精馏塔能源节约和优化

在当前社会经济和科技背景下, 精馏塔的能源节约减耗问题一致时科学理论研究, 以及各企业实践研究的困难点, 在经过一些科技人员的努力和操作实践, 已经取得了一系列的优化成果。

(1) 逐步完善再沸器以及冷凝器的换热效果;

(2) 改变精馏塔多塔精馏程序, 尽早的将多效精馏技术应用到精馏塔过程中;

(3) 开发出一种高效的正规填充材料, 以替代板式塔;

(4) 在精馏塔节能控制环节, 必要时将换热泵技术应用其中。

3 精馏塔的控制要求

3.1 质量标准控制

分离混合物是精馏塔控制中的标准化指标, 在精馏塔的正常操作中, 都是在一定范围内获取塔尖或者塔底的纯度较高的产品, 由于现场检测产品纯度有一定的困难, 所以, 大多数企业都是根据精馏塔内的压力和温度来观察产品的纯净度。

3.2 精馏塔的平稳性操作

为确保蒸馏塔蒸馏过程的稳定性, 必须要尽可能的控制对蒸馏塔的可控程度, 同时要尽量的缓解一些不可控制的扰动。在此之外, 蒸馏塔内的压力稳定控制也是蒸馏塔平衡操作的基本原则之一。

3.3 蒸馏塔正常工作的约束条件

蒸馏塔正常操作的过剩复杂, 而且影响蒸馏过程的因素也十分的多。

1) 进料口进料量和温度的变化

由于精馏塔在精馏开始是进料往往是有上一工段提供的, 所以对于蒸馏系统而言, 进料流量和温度的变化产生一种流量波动是在所难免的

2) 精馏塔内压力的波动

精馏塔精馏过程中, 塔内压力的波动会影响到塔内的液体气体平衡和物料平衡, 从而影响到整个操作过程和产品的质量问题。

3) 加热剂再沸器温度的变化

当加热剂是蒸汽的时候, 加入的热量往往是随着蒸汽塔里而变化的, 这种热量会直接的导致蒸馏塔内的温度变化, 从而影响到产品的纯净度。

4) 冷却剂吸热导致的变化

这个环节直接的影响到物质的回流程序, 即回流温度和回流量, 这个变化只要是冷却剂产生的压力和吸收的热量导致出现的。

5) 环境温度变化的影响

在正常情况下, 环境温度的变化影响比较小, 采用风冷器是, 气温的变化对蒸馏塔的操作影响也十分巨大。

4 关于控制精馏塔的研究策略

精馏塔的精馏过程一种多变量的程序, 这个程序具有较长的滞延, 同时在变量之间大多数都是相互联系的, 所以针对其进行行动状态分析, 是一件很困难的事情, 在加上蒸馏过程中配对变量十分困难, 所以, 控制整个蒸馏过程一直都是学术界探讨的话题。早在上个世纪60年代末, 学术界就已经提出来相对灵敏度和相对增益的概念, 从理论上解决了变量配对这个尖端性问题。

在进入新世纪以来, 随着科学技术的进步, 精馏塔的控制方式也出现了很多的方面。

1) 精馏塔的经刘国生是一种非线性的表现手段, 因此, 如何吧非线性的控制到精馏塔的控制技术之中;

2) 智能控制操作系统在蒸馏塔技术中的应用;

3) 精馏塔的控制系统是一种现行的多变量控制技术以及适应性控制技术的研发和应用;

4) 精馏塔精馏过程中在节能优化策略以及节能控制中的控制的应用。

5 精馏塔的节能优化和研究控制的发展方向

当前科技水平下, 精馏塔的控制研究和精馏塔节能优化研究一直处在实验性阶段, 在具体的操作过程中还有很多不确定因素, 总结其原因, 包括, 不确定性模型、被控制量和不被控制量的约束问题、控制算法的可实现化以及执行设备出现故障时的优化控制。

1) 进一步深化和加强精馏塔控制技术的研究;

2) 研究出一套弄控制精馏塔优化约束的毒素系统, 从过确保提高精馏塔的先进性和稳定性;

3) 对精馏塔的精馏技术和精馏原理进行系统性的研究, 以找出改良措施和办法。

6 结论

随着计算机系统的发展, 尤其是集成控制系统的研发, 计算机控制技术在精馏塔的控制应用中应该不断的改进和发展, 控制系统的成熟性越高, 精馏塔的精馏技术就越强, 只有精馏技术不断创新, 才能做到节约能耗提高经济效益。

参考文献

[1]薛美盛, 祁飞, 吴刚, 孙德敏.精馏塔控制与节能优化研究综述[J].化工自动化及仪表, 2006 (6) .

[2]史继森.精馏塔的控制[J].自动化博览, 2008 (8) .

[3]施向群, 冯文军, 韩超.精馏塔技术改造[J].乙烯工业, 2003 (1) .

[4]赵学良.乙烯精馏塔系统探究[J].乙烯工业, 2009 (3) .

[5]赵朝晖.精馏设计性实验教学改革与实践[J].广东化工, 2009 (9) .

[6]黄永杰.精馏塔自动控制系统设计与应用[J].化工技术与开发, 2012 (1) .

填料精馏塔实验性能测试 篇7

关键词：精馏,乙醇,回流比,塔顶产品浓度

乙醇是一种重要的精细有机化工产品,也是一种常用的化学试剂,在电子、溶剂、制药、涂料工业中用作清洗剂及作为汽车燃料等,用量不断增加。

无论是采用玉米,薯类等发酵法,还是乙醇水合法制得的乙醇浓度一般只有10%左右,无法满足各个方面要求,且在工业生产的废液中含有大量的低浓度乙醇,所以低浓度乙醇的提纯和回收再利用的研究与开发已十分重要[1,2]。

通过填料精馏塔对低浓度乙醇的提纯是化工工业中最常用的一种方法,但提纯过程中精馏塔的很多参数都需要确定与优化。通过本实验我们得出了大量的实验数据,通过计算机绘图可以找出最优的一组实验参数,在这组参数下进行提纯,将会节约大量能源,同时又可提高产品质量[3—5]。

1实验部分

1.1实验装置

本实验装置的主体设备是填料精馏塔,配套的有加料系统、回流系统、控制仪表等,主要结构参数:塔内径D=30mm、填料为不锈钢θ环、填料高度为110mm(图1)。

1.2实验分析条件

实验采用温岭市福立分析仪器公司GC 9790型气相色谱,载气为氢气,柱为φ3mm、壁厚0.5mm高2 000mm不锈钢填充柱。固定相为GDX-101白色担体,老化温度200℃,最高使用温度220℃。热导检测,汽化室温度170℃,柱温120℃,检测室温度200℃,柱前压0.11MPa,进样量0.5μL,应用软件为浙大N 2000色谱工作站。

1.3实验步骤

实验包括以下步骤:(1)全回流操作下,在同一塔釜浓度下,建立塔釜加热电压梯度,测量对应塔顶浓度。在同一加热电压下,对应不同塔顶产品浓度。(2)在部分回流操作下,控制同一加热电压与釜液浓度及对应塔顶浓度。(3)部分回流下测定产品浓度与不同塔釜液关系。

本文在全回流下,对不同加热电压和不同塔釜液与塔顶产品浓度情况进行比较分析,找出一组最佳操作条件。在最佳操作温度与塔釜浓度下进行部分回流,对不同回流比和不同塔釜液下塔顶浓度测量比较分析,得出出间歇式精馏的最佳操作条件。

2 结果与讨论

2.1 改变塔釜加热温度对间歇精馏的影响

实验条件:向塔釜加入20%乙醇水溶液(用无水乙醇配制),设定不同塔釜加热温度(依次180℃,210℃,240℃,270℃,300℃)进行全回流操作,待有回流液出现时开始记时,45 min后分别对塔顶进行取样分析,同时测定回流液量。并做出塔顶乙醇含量—塔釜加热温度曲线(图2)。

实验结果:由图2可以知道,随塔釜加热温度的升高,在180—250℃之间,分离效率总体呈上升趋势,但250℃以后温度继续加大,分离效果会随时间的推移而下降。所以通过此部分实验可知其最优塔釜加热温度为250℃左右。

2.2 改变塔釜液浓度对间歇精馏的影响

实验条件:确定塔釜加热温度250℃不变,设定不同塔釜液浓度(10%,20%,30%,40%,50%)进行全回流,待回流液出现45 min后,分别取样分析,同时测定回流量。并做塔顶乙醇含量-塔釜液浓度曲线(图3)。

实验结果:由图3可以看出,随塔釜液浓度的升高,分离效率呈明显上升趋势,但在25%以后,塔釜液浓度的加大对分离效果影响并不大,如果再用提高塔釜液浓度的方法来提高分离效率,将会浪费大量能源,所以我们可以选取最优塔釜液浓度为20%。

2.3 改变回流比对间歇精馏的影响

实验条件:向塔釜加入20%乙醇水溶液,设定塔釜加热温度为250℃,进料浓度30%。待全回流稳定后,设定回流比R(1.6:1, 2.0:1, 2.4:1, 2.8:1, 3.2:1),进行部分回流操作,回流有回流液时开始记时,稳定45 min后,对塔顶取样分析,并作出塔顶乙醇浓度-回流比曲线(图4)。

实验结果:增大回流比可以提高分离效率,但降低了乙醇的产量,也增大了能耗,且回流比在2.8以后,分离效率变化比较平缓,所以本实验可以选择2.8作为最优回流比,但实验生产还要根据需要处理的废液量来选择合适的回流比。

2.4 部分回流时塔釜液浓度对分离效率的影响

实验条件:向塔釜分别加入(10%,15%,20%,25%,30%)的乙醇水溶液,设定塔釜加热温度为250℃,回流比2.8,进料浓度30%,进行部分回流操作,回流有馏出液时稳定45 min后,对塔顶取样分析,并作塔顶乙醇含量-塔釜液浓度曲线(图5)。

实验结果:增大部分回流时的塔釜液浓度可以提高分离效率,但整个变化过程非常平缓,尤其在20%以后几乎不再变化,所以我们确定最优塔釜液浓度为20%。

3 结论

本实验通过乙醇-水系统在填料精馏塔中各种分离条件的优化,确定了一些分离参数。首先通过全回流确定塔釜加热温度与塔釜液浓度,再在部分回流下确定回流比,同时校正了塔釜液浓度与全回流时一致。从而得出一组优化后的分离参数,但这些参数只是在实验室内的小型塔器内得出,在用废液回收乙醇的实际操作时,还是要针对企业自身情况选择适宜的操作方式进行间歇精馏。

参考文献

[1]马晓建,吴勇,牛青川,无水乙醇制备的研究进展,现代化工,2005;25(1):26—29

[2]张清奎,钱万成,蒋维钧,等.加盐萃取精馏的研究(III).石油化工,1984;13(1):11

[3]刘家祺,分离过程.北京:化学工业出版社,2001

[4]贾绍文,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002