过程工业中广泛应用的精馏分离约占热加工过程总能耗的95%,而其热效率仅为5%~20%[1]。Linnhoff等[2]提出的精馏塔总组合曲线(column grand composite curve,CGCC)已广泛应用于分离塔内物料流和能量流分布的计算以及分离塔的节能优化改造。
CGCC是实际接近最小热力学状态(practical near-minimum thermodynamic condition,PNMTC)下精馏塔的温焓(temperature-enthalpy,T-H)图。最小热力学状态(minimum thermodynamic condition,MTC)基于过程可逆假设,而PNMTC则以MTC为基础,考虑了精馏塔的进料,清晰分离塔构件(塔板数、中间换热器和侧线)以及塔压降等造成的不可避免热力学损失,从而使得分析结果更接近实际情况,因而具有广泛的应用价值[2-5]。
PNMTC下的CGCC指导精馏塔的节能改造措施包括[2]:精馏塔回流比、进料位置、进料状态、中间换热器的优化设计等。吴升元[6]基于CGCC曲线优化了二元与多元组分精馏塔的进料位置。Bandyopadhyay[7-9]基于CGCC轻重关键组分概念,构建出二元与多元组分精馏塔的固定精馏线与固定提馏线(invariant rectifying stripping,IRS),优化了精馏塔的进料位置、进料状态与中间换热器。Chen[10]基于CGCC曲线,结合背景工程的总组合曲线(grand composite curve,GCC),优化了歧化单元塔系的进料位置与进料状态,有效降低了装置能耗。这些研究虽利用CGCC对精馏塔进料位置、进料状态进行优化,但均未涉及进料位置与进料状态的同步优化。
陆恩锡等[11-12]借助MaCabe-Thiele图进行进料位置的优化,认为操作线、平衡线以及q线的交点即为精馏塔的最优进料位置。该方法虽能清晰显示精馏塔的最优进料位置,但仅限于恒摩尔流假设,存在一定局限性。另外,平衡线的准确绘制存在误差,导致分析结果出现偏差。Bandyopadhyay[13]利用IRS曲线,以精馏塔再沸器负荷减小量最大为目标优化精馏塔进料状态。但基于MTC下的IRS曲线对实际精馏塔进料状态的分析存在偏差;另外,以再沸器负荷减小量为目标的选定也存在一定局限性,对于塔顶冷公用工程价格较低的精馏塔,冷凝器负荷的增加量不应忽视。
基于此,本文提出一种基于PNMTC下的全塔精馏线、全塔提馏线、CGCC的图形法,并以精馏塔公用工程总费用减小量为优化目标,同步优化精馏塔进料位置与进料状态。
1 全塔精馏线、全塔提馏线、塔的总组合曲线的构建基于全塔精馏线、全塔提馏线的概念[6],本文从Aspen Plus模拟结果中获取精馏塔每块塔板上的气液平衡组成、塔板温度以及焓值等基础数据。在PNMTC状态下,构建全塔精馏线、全塔提馏线以及CGCC曲线,构建过程遵循PNMTC的2个关键假设[14-16]。即
假设 1 最小气、液流率是轻重关键组分气液平衡数据的函数。
假设 2 PNMTC与实际状态时气液相的摩尔函数值相等。
为构建出2条理论全塔精馏线、全塔精馏线,本文提出假设3,即
假设 3 精馏塔各塔板气液相组成、流率、温度、压力等参数不变。
若仅将进料物流视为从塔底最后一块塔板(非再沸器)进料,即将全塔视为精馏段,可以给出全塔精馏线方程,即
$\begin{align} & {{H}_{OR}}={{Q}_{c}}+\frac{{{D}_{h}}y_{n,l}^{*}-{{D}_{l}}y_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,L}}^{*}}{{{L}^{*}}_{n}}- \\ & \frac{{{D}_{h}}x_{n,l}^{*}-{{D}_{l}}x_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,V}}^{*}}{{{V}_{n}}^{*}}+{{H}_{D}}. \\ \end{align}$ | (1) |
其中:HOR表示全塔精馏线焓值,Qc表示冷凝器负荷;yn,l*表示各塔板轻关键组分的气平衡组成,yn,h*表示各塔板轻关键组分的液平衡组成,xn,l*表示各塔板重关键组分的气平衡组成,xn,h*表示各塔板重关键组分的液平衡组成;Dl表示塔顶产品轻组分流率,Dh表示塔顶产品重组分流率;Vn表示各塔板气流率,Ln表示各塔板液流率;Hn,V表示各塔板气焓值,Hn,L表示各液焓值,HD表示各塔板塔顶产品焓值。
若将进料物流视为从塔顶第一块塔板(非冷凝器)进料,即将全塔视为提馏段,可以写出相应的全塔提馏线方程,即
$\begin{align} & {{H}_{OS}}={{Q}_{c}}+\frac{{{D}_{h}}y_{n,l}^{*}-{{D}_{l}}y_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,L}}^{*}}{{{L}^{*}}_{n}}- \\ & \frac{{{D}_{h}}x_{n,l}^{*}-{{D}_{l}}x_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,V}}^{*}}{{{V}_{n}}^{*}}+{{H}_{D}}- \\ & \frac{{{F}_{h}}{{y}_{n,l}}^{*}-{{F}_{l}}{{y}_{n,h}}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,L}}^{*}}{{{L}_{n}}^{*}}- \\ & \frac{{{F}_{h}}{{x}_{n,l}}^{*}-{{F}_{l}}{{x}_{n,h}}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,V}}^{*}}{{{V}_{n}}^{*}}+{{H}_{F}}. \\ \end{align}$ | (2) |
其中:HOS分别表示全塔提馏线焓值;Fl分别表示进料轻组分流率;Fh分别表示进料重组分流率;HF分别表示进料焓值。
对于精馏段塔板n(n∈(1,f-1),不包含进料塔板f),焓值可由式(1)计算;对于提馏段塔板 n(n∈(f,N),包含进料塔板f),此时,能量衡算过程必须考虑进料状态的影响,提馏段塔板焓值可由式(2)计算,即可获得精馏塔在PNMTC下的CGCC曲线表达式。
1.1 精馏段与提馏段焓赤字对全塔作物料、能量衡算,最终可将全塔提馏线方程即式(2)化简为
$\begin{align} & {{H}_{OS}}={{Q}_{r}}-\frac{{{B}_{h}}y_{n,l}^{*}-{{B}_{l}}y_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,L}}^{*}}{{{L}^{*}}_{n}}- \\ & \frac{{{B}_{h}}x_{n,l}^{*}-{{B}_{l}}x_{n,h}^{*}}{{{x}_{n,l}}^{*}{{y}_{n,h}}^{*}-{{x}_{n,h}}^{*}{{y}_{n,l}}^{*}}\frac{{{H}_{n,V}}^{*}}{{{V}_{n}}^{*}}-{{H}_{B}}. \\ \end{align}$ | (3) |
其中:Qr表示精馏塔再沸器负荷焓值; Bh表示精馏塔塔底产品轻组分流率;B表示精馏塔塔底产品重组分流率; HB表示精馏塔塔底产品焓值。
式(1)右边第二项表示精馏段的焓赤字,用Hn,def(R)表示,式(3)右边第二项表示提馏段的焓赤字,用Hn,def(S)表示。Hn,def(R)与Hn,def(S)可分别表述为将液相组分为x*的混合物系分离成组分为xD产品所需要的最小冷凝器负荷以及将液相组分为x*的混合物系分离成组分为xB产品所需要的最小再沸器负荷。对于分离二元组分精馏塔,若规定塔压及其产品分离精度,则精馏段与提馏段每块塔板上的焓赤字Hn,def(R)与Hn,def(S)固定不变;对于分离多元组分精馏塔,若做相同的规定,则精馏段与提馏段每块塔板上的Hn,def(R)与Hn,def(S)近似固定[8],其原因在于精馏塔的操作回流比R直接影响塔内气液相摩尔组分的分配,只有当R接近Rmin时,才能保证Hn,def(R)与Hn,def(S)恒定不变。因此,对于式(1)和式(2),预热进料,只会使得全塔精馏线与全塔提馏线左右平移,而不会改变这2条曲线的形貌。
1.2 最小冷凝器与再沸器负荷由于全塔精馏线与全塔提馏线处于同一温度区间(Tc,Tr)内,其中Tc、Tr分别表示精馏塔冷凝器、再沸器温度,故可将这2条理论曲线集成在同一温焓T-H图中。Linnhoff[17]认为最小传热温差是换热网络的瓶颈所在,GCC上下两端点到夹点的水平距离分别表示最小冷热公用工程。同理,对于CGCC曲线,曲线上下2个端点到夹点的水平距离即可表示最小冷凝器负荷(Qc,min)和最小再沸器负荷(Qr,min),如图 1所示。
对于全塔精馏线与提馏线,Qc,min与Qr,min的表示方法类似,其中O点为2条曲线的交点,HOR0、HOS0、TFO、pinch分别表示全塔精馏线、全塔提馏线、理论最优进料温度、夹点。对于理想二元组分,O点既为全塔精馏线与全塔提馏线交点,又为直角梯形区间全塔精馏线、全塔提馏线的夹点。而对于非理想二元组分或多元组分,2条曲线交点与夹点不再重合[14],图 1中O点即为2条曲线交点,也为2条曲线在直角梯形内的夹点,故Qc,min与Qr,min可表示为
${{Q}_{r,min}}={{H}_{OS0}}\{{{T}_{r}}\}-{{H}_{pinch}}~,$ | (4) |
${{Q}_{c,min}}={{H}_{OR0}}\{{{T}_{c}}\}-{{H}_{pinch}}~.$ | (5) |
其中:H为焓值,T为温度;下标表示相应的曲线或点,大括号表示温度为T时所对应的焓值;HOS0{Tr}表示全塔提馏线上温度为Tr所对应的焓值; HOR0{Tc}表示全塔精馏线上温度为Tc所对应的焓值;Hpinch表示夹点对应的焓值。二元组分的单调全塔精馏线和全塔提馏线存在如下关系
$~{{H}_{pinch}}={{H}_{OR0}}\{{{T}_{FO}}\}={{H}_{OS0}}\{{{T}_{FO}}\}.$ | (6) |
预热进料不仅增加了其焓值,还改变了精馏塔冷凝器、再沸器负荷。图 2表示精馏塔进料预热前后的全塔精馏线与全塔提馏线。
从图 2中可以看出,进料预热后,其理论最优进料位置由O点转移至P点,温度由TFO(预热前温度)变化至TFP(预热后温度),表明不同的进料状态,其最优理论进料板位置也不尽相同。
预热进料后,冷凝器负荷增加了δQc,再沸器负荷降低了-δQr。由热力学第一定律可知,精馏塔从外界获得的预热量QF必然等于其自身的排出热量,即δQc与-δQr之和,可表示为
${{Q}_{F}}=\delta {{Q}_{c}}-\delta {{Q}_{r}}.$ | (7) |
基于图 2中曲线,过P点作一条水平线,分别交HOR0、HOS0于点X、点Y。由精馏段与提馏段焓赤字物理意义可知;全塔精馏线与全塔提馏线在横轴上的平移长度分别等于δQc与-δQr。故图 2中线段XP长度可表示δQc,线段PY长度可表示 -δQr。由式(6)可知,线段XY的长度即为QF,P点既为预热后全塔精馏线与全塔提馏线交点,又为预热量QF的分割点。TFP与P点一一对应,不同的TFP对应不同的分割点P,故P点的轨迹线即为预热量QF的分割线,在此称为公用工程分割曲线HU,通过构建该曲线,便可获得δQc、-δQr与QF三者间的定量关系,即
${{Q}_{F}}={{H}_{OS0}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}-{{H}_{OR0}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\},\text{ }$ | (8) |
$\delta {{Q}_{c}}={{H}_{OR1}}\{{{T}_{FP}}\}-{{H}_{OR0}}\{{{T}_{FP}}\},$ | (9) |
$-\delta {{Q}_{r}}={{H}_{OS0}}\{{{T}_{FP}}\}-{{H}_{OS1}}\{{{T}_{FP}}\}.$ | (10) |
设Qc,min0和Qc,min1分别表示精馏塔进料预热前后最小冷凝器负荷,可由式(5)计算。从图 2中可看出,进料预热前后,冷凝器最小负荷为
$\begin{align} & ~{{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}\text{ }=({{H}_{OR0}}\{{{T}_{c}}\}+\delta {{Q}_{c}})- \\ & ({{H}_{OR0}}\{{{T}_{FP}}\}+\delta {{Q}_{c}})\text{ }= \\ & {{H}_{OR0}}\{{{T}_{c}}\}-{{H}_{OR0}}\{{{T}_{FP}}\}, \\ \end{align}$ | (11) |
${{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FO}}\}={{H}_{OR0}}\{{{T}_{c}}\}-{{H}_{OR0}}\{{{T}_{FO}}\}.$ | (12) |
公用工程分割曲线的目的在于构建进料预热量QF与塔顶冷凝器负荷Qc和塔底再沸器负荷Qr的关联关系。QF与TFP存在一一对应关系,不同的预热量对应不同的进料温度TFP。以TFP为变量表示QF与δQc、-δQr的关系,公用工程分割曲线的函数式为
${{H}_{U}}\{{{T}_{FP}}\}\text{ }={{H}_{OR0}}\{{{T}_{FP}}\}+\delta {{Q}_{c}}\{{{T}_{FP}}\}.$ | (13) |
若知δQc{TFP}曲线函数,则可构建出公用工程分割曲HU{TFP}。δQc{TFP}表示进料预热前后Qc的变化量,可表示为
$\begin{align} & \delta {{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}\text{ }={{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}-{{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FO}} \right\}\text{ }= \\ & {{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}/\gamma \{{{T}_{FP}}\}-{{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FO}}\}/\gamma \{{{T}_{FO}}\}. \\ \end{align}$ | (14) |
在此定义特征因子γ{TFP},表示最小冷凝器负荷与实际冷凝器负荷之比,即
$\gamma \{{{T}_{FP}}\}={{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}/{{Q}_{c}}\{{{T}_{FP}}\}.~$ | (15) |
特征因子γ{TFP}位于0与1之间,当γ{TFP}=0时,表示精馏塔处于全回流状态;当γ{TFP}=1时,表示精馏塔处于最小回流比状态。在此,将精馏塔分为固定R/Rmin比与固定塔板数N等2种情况,前者可进行塔的优化设计,后者可进行塔的优化改造。
2.2 塔的优化设计指标精馏塔不同进料状态不仅影响其回流比R,还会影响其最小回流比Rmin。但R与Rmin之比可保持恒定,在此,设R/Rmin为固定值θ,该值可作为精馏塔参数的优化设计指标,设精馏塔塔顶蒸汽的摩尔汽化潜热为r,则精馏塔冷凝器负荷为
${{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}=Dr\left( R+1 \right)=Dr\left( \theta {{R}_{min}}+1 \right),$ | (16) |
${{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}\text{ }=Dr({{R}_{min}}+1).$ | (17) |
由式(16)和式(17)可得
${{Q}_{c}}\{{{T}_{FP}}\}=\theta {{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}+Dr\left( 1-\theta \right).$ | (18) |
由式(14)和式(18)可得预热进料后冷凝器的增加量为
$\begin{align} & \delta {{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}\text{ }={{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}-{{Q}_{c}}\left\{ {{T}_{FO}} \right\}= \\ & {{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FP}}\}/\left( 1/\theta \right)-{{Q}_{c,\text{ }min}}\{{{T}_{FO}}\}/\left( 1/\theta \right).~ \\ \end{align}$ | (19) |
对比式(14)和式(19),基于固定R/Rmin的设计标准,可得到
$~\gamma \{{{T}_{FP}}\}=1/\theta .$ | (20) |
精馏塔操作参数的优化改造往往不希望改动塔板数N,因此N便可作为精馏塔的优化改造指标。利用Gilliland图可获得N与R的关系,再由R可获得Qc。其中,
$\begin{align} & \frac{R-{{R}_{min}}}{R+1}=1-\frac{{{R}_{min}}+1}{R+1}= \\ & 1-\frac{{{Q}_{c,\text{ }min}}}{{{Q}_{c}}}=1-\gamma \{{{T}_{FP}}\}. \\ \end{align}$ | (21) |
故公用工程分割曲线HU可表示为:
$\begin{align} & {{H}_{U}}\left\{ {{T}_{FP}} \right\}= \\ & {{H}_{OR0}}\{{{T}_{FP}}\}1-\frac{1}{\gamma \{{{T}_{FP}}\}}+\frac{{{H}_{OR0}}\{{{T}_{FO}}\}}{\gamma \{{{T}_{FO}}\}}+ \\ & {{H}_{OR0}}\{{{T}_{c}}\}\frac{1}{\gamma \{{{T}_{FP}}\}}-\frac{1}{\gamma \{{{T}_{FO}}\}}.~ \\ \end{align}$ | (22) |
对于固定的设计标准R/Rmin=1.2,此时特征因子γ{TFP}=R/Rmin=0.85,对于固定N的优化标准,γ可由其定义即式(15)获得;HU可由式(22)获得。
由式(22)可知,当TFP=TFO时,HU{TFP}=HOR0{TFP},表明HU必然通过全塔精馏线与提馏线交点P。对于γ{TFP}=0,1/θ,1:当γ{TFP}=0时,精馏塔处于全回流状态,此时HU为过夹点P的水平线;当γ{TFP}=1时,精馏塔处于最小回流比状态,此时HU{TFP}=HOR0{TFO},HU为通过夹点P的垂直线;当γ{TFP}=1/θ时,HU位于全回流与最小回流比公用工程分割曲线之间(图 3)。图 3中,M点表示临界点,该处再沸器负荷的减小量为0。在N点处预热,同时增大了精馏塔冷凝器、再沸器负荷。
为确定最优进料预热量QF,opt,以费用为目标,设塔顶和塔底冷热公用工程费用分别为a和b,单位为RMB/MJ,定义精馏塔公用工程费用节省量δCT为进料预热前后公用工程总费用CT差值,δCT与CT单位均为RMB/h,则有
$\delta \text{ }{{C}_{T}}=a(\delta \text{ }{{Q}_{c}})+b(\text{-}\delta \text{ }{{Q}_{r}}).$ | (23) |
结合式(6)可得
$\delta \text{ }{{C}_{T}}=b\text{ }{{Q}_{F}}+\left( a\text{-}b \right)(\delta \text{ }{{Q}_{c}}).$ | (24) |
改变QF,可得到相应精馏塔的δCT,如图 4所示。A点为预热前精馏塔δCT点。在该点处 δCT,A=0,随着QF的增加,δCT出现先增加后减少的趋势,B点处δCT,B=max(δCT)。在该点处预热,能最大程度上降低精馏塔CT,其所对应的QF为最优预热量QF,opt。C点处δCT,C=0,在该点处预热,并不能降低CT。若继续预热到D点,则预热进料不仅不能降低精馏塔CT,反而增加CT。故,QF,opt应等于B点处对应的QF。
3 案例分析
以苯-甲苯精馏塔为例。设其进料流量、温度、压力分别为:100 kmol/h,50 ℃,118 kPa;进料组成各占0.5,精馏塔塔顶压力为108 kPa,分离纯度规定为塔顶苯产品占0.99;塔底甲苯占0.99,总理论塔板数为25块,进料板为第10块塔板进料;热力学方法采用Soave-Redlich-Kwong(SRK)方程。
借助Aspen Plus模拟软件,首先获取精馏塔内的基础数据,由此数据构建出全塔精馏线、全塔提馏线以及CGCC曲线,当从第16块塔板进料时,进料点与交点O之间的焓差值ΔHf,CGCC=min(ΔHn,CGCC)=0.033 MW,此时可计算出精馏塔最优进料位置为第16块塔板,该点位于交点O附近,将进料位置由第10块塔板移至第16块塔板,此时获得Qc和Qr分别为1.15 MW和1.37 MW,R为1.71。重新绘制第16块塔板处进料的HOR线与HOS线,2条曲线新交点O的横纵坐标为 0.15 MW、94.4 ℃,故最小冷凝器负荷Qc,min和最小再沸器负荷Qr,min分别为1.00 MW和1.22 MW,Rmin为1.36。由于HOR线与HOS线均单调变化,交点O即为直角梯形内2条曲线的夹点,由Qc,min/Qc=0.87,结合式(21)便可构建出分割曲线HU,如图 5所示。图 5中虚线即表示公用工程分割曲线HU。
本案例中公用工程数据见表 1。装置年操作时间为8 000 h,由此获得精馏塔公用工程节省费用与预热量关系图,如图 6所示。
设备 | 温度℃ | 公用工程 类型 | 单位费用 RMB·h-1 | 比热容 kJ·kg-1·℃-1 | 潜热 kJ·kg-1 | 温度变化量 ℃ |
冷凝器 | 85.5 | 循环冷却水 | 0.65 | 4.178 | — | 8 |
再沸器 | 115.7 | 0.35 MPa蒸汽 | 90 | — | 2 123.6 | — |
由图 6可知,最大公用工程总费用节省量对应的QF即为QF,opt,该值约为1.98MW,δCT约为 12.4RMB/h。此时对应的-δQr为0.65MW,δQc为1.33MW。对应的线段XY、XP、PY长度分别为 1.98、1.33、0.65。交点P的温度约为 107.6 ℃,对应于精馏塔第21块塔板处温度。同时计算每块塔板的焓差值ΔHn,CGCC,有ΔHf,CGCC=min(ΔHn,CGCC)=0.038MW。
该计算结果表明,预热进料后精馏塔塔板最优进料位置由预热前的第16块塔板变为预热后的第21块塔板。由Aspen Plus模拟结果可知,当进料预热量为1.98 MW、进料位置为第21块塔板处时,δQc为1.31MW、-δQr为0.67MW。模拟值与计算值相比误差仅1%~3%。表明,本方法可定量计算进料的QF,opt、最优位置NF,opt及其对应的δQc与 -δQr,其最优值分别为QPF,opt=1.98MW、TPF,opt=107.6℃、NF,opt=21、δQc=1.33MW,-δQr=0.65MW,(δCT)max=1.24RMB/h。
4 结 论改变进料状态,将会影响冷凝器负荷及再沸器负荷以及精馏塔的最优进料位置。本文在PNMTC状态下,构建出全塔精馏线与提馏线2条曲线,通过其焓差值反映进料对精馏塔塔板气液相平衡的影响以及进料的焓值变化。本文得到如下主要结论:
1) 以PNMTC状态下构建的全塔精馏线与提馏线能准确指出精馏塔的最优进料位置与进料状态,由于考虑了实际塔中不可逆热力学损失,应用该方法分析相对较为合理。
2) 进料状态变化会导致最优进料位置发生改变,考虑不同进料状态时的最佳进料位置,更符合实际情况。
3) 全塔精馏线与提馏线的交点O既为精馏塔的最优理论进料点,又为预热量QF的分割点,其轨迹线(公用工程分割曲线)将QF分割成δQc与 -δQr。QF,opt所对应的分割点即为预热后精馏塔的理论最优进料位置。
4) 以经济效益为目标,优化进料状态,符合实际工艺过程要求,对于冷公用工程价格较高或较低的精馏塔同样适用。
5) 以苯-甲苯精馏塔为例,冷凝器、再沸器负荷变化量的计算值与模拟值误差仅1%~3%,最优进料位置与模拟值基本吻合,表明所应用的方法能准确计算精馏塔的最优预热量、位置以及冷凝器、再沸器负荷的变化量。
[1] | Shahandeh H, Ivakpour J, Kasiri N. Internal and external HIDiCs (heat-integrated distillation columns) optimization by genetic algorithm[J]. Energy , 2014, 64 (11) : 875–886. |
[2] | Dhole V, Linnhoff B. Distillation column targets[J]. Computers and Chemical Engineering , 1993, 17 (56) : 549–560. |
[3] | Flower J R, Jackson M A. Energy requirements in the separation pf mixtures by distillation[J]. Transactions Institution of Chemical Engineering , 1964, 42 (2) : 249–258. |
[4] | Fonyo Z. Thermodynamic analysis of rectification. I. Reversible model of rectification[J]. International Chemical Engineering, 1974, 14(5):203-210. |
[5] | 李会泉, 祝刚, 王世广, 等. 复杂精馏塔的用能分析法[J]. 高校化学工程学报 , 1998, 12 (2) : 146–151. LI Huiquan, ZHU Gang, WANG Shiguang, et al. Analysis of energy utilization of complex column[J]. Journal of Chemical Engineering of Chinese Universities , 1998, 12 (2) : 146–151. (in Chinese) |
[6] | 吴升元, 魏志强, 张冰剑, 等. 基于CGCC的分馏塔进料位置[J]. 化工进展 , 2011, 30 (10) : 111–117. WU Shengyuan, WEI Zhiqiang, ZHANG Bingjian, et al. Study on the feed location of distillation column based on CGCC[J]. Chemical Industry and Engineering Process , 2011, 30 (10) : 111–117. (in Chinese) |
[7] | Bandyopadhyay S, Malik R, Shenoy U. Invariant rectifying-stripping curves for targeting minimum energy and feed location in distillation[J]. Computers and Chemical Engineering , 1999, 23 (13) : 1109–1124. |
[8] | Bandyopadhyay S. Effect of feed on optimal thermodynamic performance of a distillation column[J]. Chemical Engineering Journal , 2002, 88 (10) : 175–186. |
[9] | Bandyopadhyay S. Thermal integration of a distillation column through side-exchangers[J]. Chemical Engineering Research and Design , 2007, 85 (8) : 156–166. |
[10] | CHEN Ting, ZHANG Bingjian, CHEN Qinglin. Heat integration of fractionating systems in para-xylene plants based on column optimization[J]. Energy , 2014, 72 (16) : 311–321. |
[11] | 徐忠, 陆恩锡. 蒸馏过程进料位置优化[J]. 化学工程 , 2008, 36 (7) : 74–78. XU Zhong, LU Enxi. Optimization of feed tray location in distillation[J]. Chemical Engineering , 2008, 36 (7) : 74–78. (in Chinese) |
[12] | 陆恩锡, 张慧娟. 化工过程模拟——原理与应用[M]. 广州: 化学工业出版社, 2005 . LU Enxi, ZHANG Huijuan. Chemical process simulation-Principles and applications[M]. Guangzhou: Chemical Industry Press, 2005 . (in Chinese) |
[13] | Bandyopadhyay S, Malik R, Shenoy U. Feed preconditioning targets for distillation through invariant rectifying-stripping curves[J]. Industrial and Engineering Chemistry Research , 2003, 42 (7) : 6851–6861. |
[14] | Pinto F, Zemp R, Jobson M., et al. Thermodynamic optimisation of distillation columns[J]. Chemical Engineering Science , 2011, 66 (14) : 2920–2934. |
[15] | Bandyopadhyay S, Malik R, Shenoy U. Temperature-enthalpy curve for energy targeting of distillation columns[J]. Computer Chemical Engineering , 1998, 22 (3) : 1733–1744. |
[16] | WEI Zhiqiang, WU Shengyuan, ZHANG Bingjian, et al. Modified approach for generating column grand composite curves[J]. Chemical Engineering Technology , 2012, 35 (9) : 1817–1824. |
[17] | Linnhoff B, Hindmarsh E. The pinch design method for heat exchanger networks[J]. Chemical, Engineering, Science , 1983, 38 (6) : 745. |
[18] | 陆恩锡, 罗明辉. 蒸馏过程进料状态优化[J]. 化学工程 , 2008, 36 (6) : 75–78. LU Enxi, LUO Minghui. Optimization of feed state in distillation[J]. Chemical Engineering , 2008, 36 (6) : 75–78. (in Chinese) |