（化学工程专业论文）气体分馏装置在线调优指导系统.pdf

摘蛭 摘要 侧于过程工业的装置，由于原料性状和价格，产品规格和需求，生产环境条 件，装置性能等都经常处于变化之中，因此必须随时根据情况的变化调整生产计 划和各装置操作参数，才能长期维持生产效益处于优化的状态。本文研究的中心 问题是：利用原有设备，充分挖掘潜力，达到增加产量、提高质量、降低成本的 目的，即称之为操作条件的优化问题。广了一 首先综合目前化工过程优化方面的科研成果，对化工过程多层优化框架的特 点进行了简要的概括，同时对操作优化过程进行了详细的论述。并以某厂气体分 馏装置为对象，对其操作进行优化研究。主要做了以下几方面的工作： 2 、 3 、 4 、 5 、 6 、 远程计算机通过m o d e m 的通信、w i n d o w s 操作系统与d o s 操作 系统之间的通信。 对气体分馏装置的运行状况进行深入分析，确定模型建立的自变 量、因变量及目标函数。 对装置的运行进行机理的正交试验设计与数据结果分析，提出了 装置调优的基本方向。 对现场数据的分析与处理，建立适合该装置的数学模型。 以模型为约束条件进行优化计算，得出调优的最终值。 对装置运行中可能遇到的情况和结合装置的特点建立在线指导专 家系统。 关键词：气体分馏操作调优正交试验设计统计分析专家系统 a b s t r a c t w i t ht h ep l a n to p e r a t i o n ，m a n yf a c t o r ss u c ha st h ep r o p e r t ya n d p r i c eo f t h ef e e d ， s p e c i f i c a t i o n sa n dr e q u i r e m e n to fp r o d u c t s ，p r o d u c t i o ne n v i r o n m e n ta n dt h en a t u r eo f u n i t sa r ev a r y i n ga n di m p o s s i b l et ok e e pt h es a m ea ss p e c i f i e do no r i g i n a ld e s i g n i n t h e s ec a s e s ，i ti sn e c e s s a r yt oa d j u s tt h es e tp o i n t so fo p e r a t i o nv a r i a b l e sa n dm a k e s u r ei tr e a l l yw o r k si na no p t i m i z e ds t a t et oc o p ew i t ht h ec h a n g i n gc o n d i t i o n s ot h e c e n t e rt a s ko f t h i sa r t i c l ei s ：t h eb e t t e ru s eo f e x i s t i n ge q u i p m e n tw i l lb ea c h i e v e d ，t h e i n t r i n s i cp o w e ro ft h ep l a n ti no r d e rt oi n c r e a s ep r o d u c t i v i t yw i l lb ee x p l o r e d ，a n d f i n a l l yt or a i s et h eq u a l i t yo fp r o d u c t sa n dd e c r e a s et h eo p e r a t i o n a lc o s to ft h ep l a n t t h i si st h et e c h n i q u ec a l l e do p t i m i z a t i o no fp l a n to p e r a t i o n ( o p o ) i th a sa t t r a c t e d t h ea t t e n t i o no fs c i e n t i s t sa n d e n g i n e e r sf r o mm a n yp r o c e s si n d u s t r i e s t h i sa r t i c l es y n t h e s i z e st h ec u r r e n tc h e m i c a le n g i n e e r i n g p r o c e s so p t i m i z a t i o n a n dc h a r a c t e r i z e sc h e m i c a l e n g i n e e r i n gp r o c e s sm a n yl a y e ro p t i m i z a t i o n sf r a m e t o p r o c e e d sf i r s t ，a n dt r e a t i s ed e t a i l e do p e r a t i o no p t i m i z a t i o na tt h es a m et i m e t h e r e s e a r c hw o r ko f t h i st h e s i sc o n s i s t so f t h ef o l l o w i n gm a j o r p a r t s ： 1 t h ec o m m u n i c a t i o nb e t w e e nl o n g - r a n g ec o m p u t e r s ，t h ec o m m u n i c a t i o n b e t w e e nw i n d o w sa n dd o s 2 d e e pa n a l y s i st h ec o n d i t i o no f f c c p r o c e e d sa n de s t a b l i s h e sd e p e n d e n c e ， i n d e p e n d e n c ea n dt a r g e tf u n c t i o n 3 b r i n gu p t h eb a s i cd i r e c t i o no f o p e r a t i o nb a s e do nt h er e s u l to fm a c h i n e d o r t h o g o n a l t e s t 4 a n a l y s i st h es p o td a t aw i t ht h em a t h e m a t i c sm o d e l o f h a n d l e ，e s t a b l i s h i n g i nm a t h e m a t i c sm o d e l k e e p i n gw i t h t h ed e v i c e 5 r e g a r d i n g m o d e la sc o n t r o lt h et e r mt op r o c e e do p e r a t i o no p t i m i z a t i o n 6 r i g h tm a y c i r c u m s t a n c et h a tm e e tw i t hi no p e r a t i o na n dt h ec h a r a c t e r i s t i c o f e q u i p m e n t t oe s t a b l i s ht h eo n - l i n el e a d i n ge x p e r ts y s t e m k e ) w o r d ：f c c ，o p e r a t i o no p t i m i z a t i o l _ 1 o r t h o g o n a lt e s t ，s t a t i s t i c sa n a l y s i s e x p e r ts y s t e m 薷一中绪论 第一章绪论 第一节化工生产中调优应用的现状 化工、石油、冶金、造纸等物料侑e 量的物理化学加工工业，统称为过程 工业。过程工业的全厂装置通常是根据给定的条件设计，给出符合设计条件下能 满足某种目标优化要求的一组操作参数。在一定范围内，按设计规定的操作方案 控制和安排全厂生产和各装置工艺参数，使全过程保持较高效益。然而，实际上 原料性状和价格，产品规格和需求，生产环境条件，装置性能等都不可能经常和 设计条件保持相同。因此必须随时根据情况的变化调整生产计划和各装置操作参 数，才能长期维持生产效益处于优化的状态。 上世纪8 0 年代以来，全世界石化行业已应用了数千种先进过程控制( a p c ) 策略，取得了明显效益。a p c 技术已经成为过程控制的基础技术，在a p c 控制 层次之上( 如图1 1 1 ) ，严密的模拟与在线优化已成为重要发展的方向。采用先 。_ ! 巨至困 工厂管理部分 先进控制和优化 技术应用部分 生产计算与调度 二二卜二二i = 二： 优化控制 jt 先进控制 一一_一一 一一 d c s ( p | d 、复杂控制) lf k 产过程 圈1 1 i 生产过程信息系统应用结构 进过程控制可以严格地控制变量，减小标准偏差，而采用在线优化可使操作移向 优化砹定点，i ：5 高操作效益。经验证叫：在线优化获益比先进控制婴l ：出约2 5 m 。加过程越复杂，处理能力越高，住线优化获益越火。以f c c u 为例，腆 0 效i & 为：先进控制o0 5 01 5 荚1 a f l j ，在线优化为o 2 0 0 7 5 美元j ：l l 。s e t p o i n t 第一章绪论 公司的经验指出，单装置和多装置优化，效益为1 0 - 2 0 美分，桶为原油。 在炼油行业中，优化已成功应用于原油蒸馏、f c c u 、催化重整、加氢裂化、 烷基化、气分和调合装置。据统计，已有约1 5 0 - 2 0 0 套装置应用了在线优化系统。 s e t p o i n t 公司汇总了些装置采用a p c 和优化的总体效益( 见表1 1 1 ) 。进 入9 0 年代，优化软件及其应用范围不断扩展和延伸，优化的领域已从炼油、石 化单装置( 常压分馏、f c c 、加氢裂化、催化重整、烷基化、油品调合等炼油装 置，乙烯裂解、合成氨装置) 优化，扩展到公用工程优化、多装置优化和全厂优 化。优化控制的效益十分明显。除上述装置外，调合优化可达0 1 0 - 0 1 2 5 美元 桶、乙烯装置优化可增效5 l o 。公用工程供能优化可节减操作费用2 5 。 炼厂总体优化可增效1 0 2 5 美分桶原油。 表1 1 1典型装置a p c 和优化的效益 常压蒸馏 减压蒸馏 f c c u 加氢裂化 催化重整 延迟焦化 硫化焦化 4 8 5 1 0 2 0 3 0 1 5 2 5 1 0 2 0 1 5 4 0 1 5 4 0 例如，日本出光石化公司德山石化厂2 9 万吨乙烯装置采用了r f x 实时优化 系统，使乙烯和丙烯分别增产3 5 和5 7 。西班牙r e p s o l 石油公司 t a r r a g o n a 炼油厂实现了常减压蒸馏( a c u v a c ) 馏分油和燃料油调合 ( b l e n d ) 多装置先进控制和全局优化，使石脑油、煤油和a g o 产品产率增加 o - 3 0 7 ，h v g o ( 重减压瓦斯油) 增产0 3 ，调合装置增产煤油( 喷气燃料) 和瓦斯油0 6 ，合计增产产品1 1 l 以上。投资偿还期1 2 个月。 最近，s e t p o i n t 公司推出一种多目标的软件模型m u l t i o p t ，它可实施闭环在 线应用，首次在欧洲和美国西部炼油厂多装置优化中使用。一套用于优化石脑油 分离、汽油重整、异构化重整等装置，提高效益3 5 ，投资偿还期6 个月。 t e x a c o 炼制和销售公司a n a e o r t e s 炼油厂二套加氢处理、二套半再生式重整和一 套制氢装置均采用了s i m s c i 公司在线模拟系统优化、制氢装置优化，年节约价 值3 1 0 万美元。 据“烃加工”杂志统计，1 9 8 9 1 9 9 2 年1 7 家软件公司推出优化控制( o p t ) 第章绪论 软件4 0 种，1 9 9 3 年又有凯洛格公司( 乙烯装置优化) 、k e s l e r 公司( 过程分析 与优化) 、a s p e n 公司( 公用工程优化) 推出o p t 软件。据1 9 9 3 年统计，已有 2 0 家公司推出优化控制( o p t ) 软件6 0 种( 部分有重复，但品质有提高) 。 日本近年也开发和引进了实时优化软件包数种，并在装置优化控制中获得应 用。参见表1 1 2 。基于销售市场、环境保护和安全生产新的驱动力的推动，新 配方原油和低硫柴油的生产使炼油、石化装置复杂程度增大，使炼厂的优化生产 也更复杂化。p r o f i m a t i c s 公司针对优化在炼油、石化企业中的作用和前景指出， 宽范围的优化不仅涉及过程控制，还应包括企业内工作和各项经营活动的所有内 容。 表1 1 2日本采用的典型实时优化器软件包 软件p r 0 c a is p e e d u pr o mn h 0 开发公司 c h e l ls h a r ea s p e n s i m s c id m c 销售公司电通嗣际情报服务日本a s p e n日本s i ms c i 优化方法m s q ps q p 等s q ps o p 运行机种r i s c uu n i x 工作站v a x 、i b mr s 2 6 0 0 0 p c e w s ( i b m ，v a x i b m2 r s h p 9 0 0 0 u t 0 0 、i b ms u n 、d e c 站、p cs u n 、v a x ) d g 0 6 0 0 0 ，s c ou n i x r s 6 0 0 0 服务器p c 3 8 6 应用e 然气凝缩液、天然气回乙烯、芳烃蒸馏 炼油装置乙烯，台成氯，加氧裂化 收装置、乙烯、芳烃 第二节调优的方法与原理 企业的优化问题可以分为战略、战术和技术三个层次，如图1 2 1 所示。战 图1 2 1 企业优化层次圈 略优化从长期角度出发，考虑到宏观环境的变化，优化规划企业的资源。战术优 化从中期的角度出发，考虑到市场和计划的供销情况，优化生产计划安排。这两 个层次优化问题的求解，需要将工艺分析、经济分析、管理分析和决策分析相结 第一章绪论 合，是涉及到众多学科领域的复杂大系统问题。 生产优化的现代应用由若干层次构成的优化管理体系来实现( 图1 2 2 ) 。( 1 ) 全局计划层( o v e r a l lp l a n n i n g ) ：从一个月到几个月左右中长期角度考虑，根据 市场需求和经济环境估计原料购入、产品销售、设备检修、基本开支等宏观生产 计划。( 2 ) 生产调度层( p r o d u c t i o ns c h e d u l i n g ) ：从一周到几周左右中短期角度考 虑，根据原料和产品的库存，生产装置的运行条件和限制，确定具体的生产安排 和要求。( 3 ) 协调指导层( i n s t r u c t i o nc o o r d i n a t i n g ) ：从一天到几天的短期角度考 虑，根据生产要求，在全厂范围内，协调确定各装置的生产指标。( 4 ) 操作优化层 ( o p e r a t i o no p t i m i z a t i o n ) ：在协调层指导下，确定各装置的操作参数设定值，使 提高产值、降低能耗等措施得以落实，这个步骤习惯上也可称为操作调优。操作 上级指令 库存 订货 原料性 能源价 全局i l 划层 州蓁 生产调度层 全i目f参i消i 局 局i标l数i耗i 部 数l函l信l指l 约 据l数f息i标f束 协调指导层 一一t - l 一0 - 场需求 济环境 销售 装置状况 品品质 作条件 图1 2 2 过程生产优化的分层结构 优化的下层为控制回路层，它用于实时地决定控制回路中被控变量调节，使工业过 程能发挥最大的效益。 第一章绪论 完整的生产优化系统应该包括上述各个层次，并相互紧密结合。经过核实的 全局性数据和目标函数从上层传到下层作为计算基础，以保证准确地达到要求目 的。局部约束条件和消耗指标等从下层送到上层，以避免做出不切实际的决策。 相互一致的工艺参数和经济指标在各层间传递以便于获得协调的结果。以上形式 被称为多层分布式优化体系( h i e r a r c h i c a l l yd i s 伍b u t e do p t i m i z a t i o ns y s t e m h d o s ) 。很明显，多层分布式优化体系的特点。也就是它的优点，在于它把一 个非常复杂的对象分解为一系列相对简单得多的子对象，分别进行优化处理，然 后再通过协调加以集成而达到大系统的整体优化。这种体系的优点在于，将大系 统的模型分解为一组局部装置或设备的模型，所以对每个模型而言：( 1 ) 变量数较 少，可以使用较复杂的模型，达到较高精度。( 2 ) 较易实施在线修正模型参数，以 适应对象特性的动态变化；( 3 ) 参数调整后响应过程较短，可缩短调优达到稳定所 需时间，更好地趋近优化条件；( 4 ) 模型规模缩小后，易于改进和维护；( 5 ) 某一局 部发生故障后对其他部分影响较小，提高全系统的健壮性。分布式优化方法的主 要问题是必需建立良好的协调机制，它的功能不能完全由传统的数值算法实现， 需依靠某些逻辑规则进行分析推理。 调优技术的推广应用也大大促进了它自身研究工作的发展。目前国内的调 优技术按采用数据模型的性质可分为以下几种方法。 1 、用回归分析得到的经验方程调优，简称回归法。我国开展的调优工作中 有相当部分基于此法。如南京化工研究院开发的统计调优操作法专用软件包 e o p a c k 和m e o p a c k 曾成功地应用在“正构烷烃脱氢”、“环已烷液相催化氧 化”等化工装置的调优操作中，取得显著的经济效益，杭州市化工研究所的调优 小组自1 9 8 3 年以来在多项生产装置调优操作中都获得了明显的经济效益。 2 、判别分析为基础的调优法，如上海冶金研究所调优小组报道的将模式识 别技术应用在生产调优的方法亦属此类。他们从1 9 8 5 年以来，己在很多化工、 石油、冶金生产装置的调优中取得明显的经济效益。 3 、用简化机理和实测数据相结合建立模型进行调优的方法，简称半机理法。 如美国，台湾的o s a 方法和北京化工学院的p s o 方法。它们应用在实际工业生 产的调优操作中都取得了成功。 然而无论采用何种方法，调优过程必须至少包括三个主要阶段的工作，即建 第一章绪论 模、决策和实施阶段，所不同的是各种调优方法在完成各阶段工作时所采取的手 段和方法不尽相同。 调优技术一般过程如下，见图1 2 3 ： 各种建模方法 各类专家知识 各类技术人员 确定调优对象 数据采集与预处理 建立数学模型 确定调优方案 调优方案实旄 调优效果评估 图1 2 3 谓优过程主要步骤 解决优化问题的一般过程包括三个主要阶段： 1 ) 建模阶段 这一阶段的目的是建立一个能定量地反映对象客观性质的数学模型，也就是 找到能表达因变量和自变量间函数关系的某种方程或方程组。这是对任何对象进 行定量研究所必需的，对所研究对象的描述越精确，则就此而进行的优化效果将 越好。数学模型的获得大体上有三类方法。( 1 ) 机理分析：根据物理化学原理 列出物料平衡、能量平衡和相间平衡等方程后导出机理模型。不同深入程度的机 理分析将得到复杂程度不同的方程组，适用于顶层、中层或底层优化目的。( 2 ) 经验方程法：用一般化的线性或非线性通用模型表示自变量和因变量或目标函数 的关系，根据实际测定的大量操作数据，用统计方法估计方程组中的待定系数集。 常用的统计方法有逐次回归分析、判别分析、聚类分析等。( 3 ) 机理和经验结合 法：根据基本原理推导出简化的骨架方程式，再由实际测定的生产操作数据， 用统计的方法辨识其中的重要参数值，形成实用的半理论半经验方程组。这是 一种理论和实测相结合的分析方法。 经验法所用的方程，可以是线性方程、多项式非线性方程、其它任何形式的 方程。这些方程的形式，可以根据专业人员的经验选定，也可以根据实际观察数 第一章绪论 据由算法自动确定。它们的选用，根据经验判断或统计分析的结果，可以完全没 有化工理论依据，这种方法称之为黑箱法。相对而言，完全通过理论分析得到机 理方程的方法，可称之为白箱法。与此相对应，机理与经验相结合的方法，则可 称之为灰箱法。在实际应用中，很少可能有真正的白箱，也不宜使用完全的黑箱。 一般采用的都属于黑箱与白箱之间，即灰箱方法。化工中往往用简化的机理建立 模型，既方便又实用。、 随着计算机技术的发展，数学模型的模式有很大的扩充。除了数值计算模式 外，逻辑推理模式的数学模型也被广泛使用。而在数值模式中，除了传统的方程 形式外，又出现了神经网络形式，并呈现很快发展的趋势。 2 ) 优化决策阶段 在这一阶段应找到合适的方法对数学模型求解以得到一组参数，使所追求的 目标函数值在可行空间内达到极值。对于连续的确切性的问题，决策阶段采用的 行动步骤可以分为两类。一类是一次性的，即求解出优化的位置，希望直接将参 数调节到可行域内的最优点。另一类是渐进的，即解出优化方向，以有限的i 幅度 改变当前的参数值，逐步向优化位置靠近。 3 ) 实施阶段 这个阶段的工作包括在装置上实施决策要求时解决各种实际问题，在u j 能逃 到未曾预期的某种实际限制而必须对决策要求做局部调整，以及在执行决策过程 中对于所得到的反馈信息进行分析和利用，等等。对于以上所述三个阶段，一般 认为建模是关键的一个环节。这是因为数学模型的质量往往对优化的效果有决定 性的作用，而且不同性质的数学模型对于决策阶段应采用的数学方法和实施阶段 需要处理的问题有本质的影响。 第一章绪论 第三节气体分馏装置的调优 1 3 1气体分馏过程概述 某气体分馏装置的设计能力为2 2 4 万“a ，其工艺流程如图1 3 1 所示。从 罐区的球罐来的液化烃( 主要含c 0 3 ，c 3 2 ，c 4 0 ，c 4 2 ，c 5 的轻烃) 经换热器( 换 5 0 1 ) 与低温热水换热至6 3 左右进入塔5 0 1 。塔5 0 1 塔顶气体经冷凝器( 冷 5 0 1 1 3 ) 冷凝成4 1 左右后送入塔5 0 1 塔顶气体分离器( 容5 0 1 ) ，一部分用着 塔5 0 1 的回流；一部分用作塔5 0 4 塔进料( 主要含有c 3 = ，c 3 0 及少量的i c 4 0 ) 。 少量的分离罐瓦斯气进入高压网线。 ( ：嚣二”“ 虻。+ ( 1 - l j 川d n 抖 n c - 5 0 t 图1 3 1 某炼油j 气体分离装置工艺搋程 塔5 0 1 的塔底产品经冷凝后进入塔5 0 2 作为进料( 主要含有i c 0 4 ，n c 0 4 ，c 4 2 ， c 5 ) 。来至塔5 0 1 底的液态烃经换热处理到5 4 ( 2 左右后作为原料进入塔5 0 2 。塔 顶气体经塔顶冷凝器( 冷5 0 2 ) 冷凝到4 7 。c 左右进入到塔5 0 2 的气液分离罐( 容 5 0 2 ) 。一部分液体用回流泵( 泵5 0 3 1 、2 ) 打回塔顶作为回流；一部分作为烷基 化原料( 主要含有i c 0 4 ，c 4 。) 。塔底产品作为塔5 0 3 的进料( 主要含有n c o 。， c 4 2 ，c 5 ) 。 来至于塔5 0 2 塔底的液态烃经换热处理到5 7 左右进入塔5 0 3 。塔5 0 3 塔顶 似*ij ! “ 严壮。# 娟q q q o r ，l n n 第一章绪论 的气体经冷凝器( 冷5 0 4 ) 冷凝到4 4 。c 左右进入气体分离罐( 容5 0 3 ) 。从分离 罐中出来的液体一部分用回流泵( 泵5 0 5 1 、2 ) 打回塔顶作为回流；部分作为 塔顶产品胶料( 主要含有n c 0 4 ，c 4 = ) 。塔底经过冷凝器( 冷5 0 3 ) 冷凝后用 泵( 泵5 0 4 ) 送出的c 5 至精制油( 主要含有n c 0 4 ，少量c 4 = ，c 5 ) 。 来至于塔5 0 1 塔顶气体分离罐中的液态烃经换热到3 0 左右时进入塔5 0 4 1 。 塔5 0 4 1 塔顶气体进入塔5 0 4 2 的塔底，塔底产品经冷凝器( 冷5 0 6 ) 冷凝后( 泵 5 0 8 ) 送至丙烷储罐。塔5 0 4 2 塔顶气体用冷凝器( 冷5 0 1 1 1 0 ) 冷凝后进入塔 顶分离罐( 容5 0 4 ) 。塔5 0 4 2 顶底气体分离罐中少量的瓦斯气进入高压管网；一 部作为5 0 4 2 塔顶回流：一部分送至粗丙烯储罐。塔5 0 4 2 塔底液体作为塔5 0 4 1 塔顶回流。 1 3 2气体分馏过程中的几个问题 l 、高压瓦斯排放造成的丙稀损失 塔5 0 1 回流罐容5 0 1 与塔5 0 4 回流罐容5 0 4 在气压较高的时为了保证装置 的正常生产，时不时需要把部分气体放入高压瓦斯管线，从而造成了丙稀的损失。 2 、能耗较大 各塔的标定值和实际操作时的数据比较。 表1 3 1塔5 0 1 工艺数据和标定数据的比较 标定植计算值设计值实际操作值 进料量( t h ) 1 8 9 81 8 9 82 2 41 8 9 8 进料组成( 。t o o l t 0 0 1 ) c 44 2 2 04 2 2 04 6 2 9 c 45 7 8 0 5 7 8 05 3 7 l 塔顶出料组成( ，m o l m 0 1 ) c 49 7 2 49 7 0 0 c 42 7 63 0 09 78 2 塔釜出料组成( ，m o l m 0 1 ) 218 c 40 1 5 0 2 0 c 49 9 8 59 9 8 00 5 8 9 94 2 回流比( m m )2 8 92 8 93 0 05 1 6 第一章绪论 表1 3 2塔5 0 2 工艺数据和标定数据的比较 标定植计算值设计值实际操作值 进料量( t h ) 1 2 0 61 2 0 61 7 9 41 1 9 0 进料组成( ，m o l m 0 1 ) 异丁烷 2 6 0 72 6 1 73 0 9 6 正丁烯 1 6 0 11 6 4 11 00 7 异丁烯 1 7 5 81 7 6 5 3 2 2 顺丁烯 1 3 8 61 2 8 5 1 05 2 反丁烯 1 4 1 61 4 7 51 34 4 异丁烷总烯烃 0 4 30 4 205 5 塔顶出料组成( ，m o l m 0 1 ) 异丁烷 5 1 0 25 0 0 05 47 l 正丁烯 1 8 5 71 9 7 22 6 7 异丁烯 2 5 0 52 6 0 03 88 4 顺丁烯 0 7 4o 5 3 62 7 反丁烯 1 6 72 1 226 6 异丁烷，总烯烃 1 1 1 1 0 3 1 l30 8 0 塔釜出料组成( ，m o l m 0 1 ) 异丁烷 0 5 90 9 9 12 0 2 正丁烯 1 3 9 41 2 9 1 1 518 6 l 异丁烯 8 1 78 8 42 9 8 1 回流比( m m ) 7 1 57 1 55 o o1 29 7 表1 3 3塔5 0 3 工艺数据和标定数据的比较 标定植计算值 设计值实际操作值 进料量( t h ) 5 8 95 8 98 9 972 6 进料组成( ，m o l m 0 1 ) 顺丁烯+ 反丁烯 5 1 3 55 3 9 74 5 5 8 总c 4 9 0 0 79 3 1 09 6 塔顶出料组成( ，m o l m 0 1 ) 总c 3 3 64 80 2 总c 5 0 0 5 l0 塔釜出料组成( ，m o l m 0 1 ) 总c 4 0 3 90 6 8 9 5 59 6 1 7 塔釜出料组成( ，m o t t 0 0 1 ) 丙烷 8 5 3 68 2 6 78 3 5 3 回流比( n g m ) 8 9 28 9 21 4 4 1 由表中的数据得知： ( 1 ) 、每个塔的回流比在实际操作中都要大于设计值或者是通过 a s p e np l u s 模拟的计算值以及塔的标定值。通常回流比越大则能耗越高。如图 1 3 2 所示，塔在运行中的能耗远大于其设计值，塔没有能在较好的情况下运行 操作，因此有必要对分馏装置系统进行优化控制，降低能耗。 图1 3 2 各塔回流比对比图 ( 2 ) 、在塔5 0 2 和塔5 0 3 的出塔产品的质量不合格。 第二章气体分惴犍置的模型建矗 第二章气体分馏系统的模型建立 第一节基于机理建模 2 1 1 建模方法简介 从原则上讲，建立数学模型采用的力法有三大类： ( 1 ) 机理分析法，简称机理法。通过理论分析，得到能够反映所研究剥象的 性质和行为规律的一组方程。即机理方程。 ( 2 ) 经验方程法，简称经验法。选川柴种关联方程，用对象行为的实际观测 数据，经过统计分析，确定方程的系数。 ( 3 ) 机理与经验相结合法，简称结合法。由理论分析得到一定程度的简化机 理方程，在根据实际观测数据，用统计的方法识别方程的系数。 2 1 2 化工机理建模的发展 化工过程计算机模拟的发展已经有几十年了，它主要经历了如 下几个阶段：序贯模块法、联立模块法和联立方程法等稳态方法和现 在的动态模型。 2 1 2 1 序贯模块法 此法是过程模拟中最常用的技术，其原理与单元操作的手算的传统方法相 似。用来计算特定过程的计算机程序称为单元模块。对流程图中的每一个过程单 元，有一个单元模块。给定输入物料的组成、流率、温度、压力、焓和i 殳备参数， 就可以用此单元模块计算其输出物料的性质。前一单元的输出物料将变成下一单 元的输入物料，逐个单元进行计算，直到对全流程完成计算。 单元模块库是模拟软件的重要组成部分。为了解决模型方程和连接方程， 必须采用数值计算方法，故还需要有数值方法库。它通常包括线性、= i e 线性代数 方程和微分方程的解法。为完成单元计算和解质量和能量的连续方程，需要物理 第二章气体分1 _ i i 城置的模型建立 和热力学性质的数据。 流程模拟系统的核心是控制计算顺序的执行顺序，除了以上的子程序以外， 还有最优化和经济分析的子程序。如图2 1 1 所示。序贯模块法有许多的优点。 圈2 1 1 序贯模块法流程图 因为它与过程流程紧密结合，故其结构很容易弄清楚。很容易将现有的单元模块 加入系统，也很容易在模拟中加入流程和从流程中取出。此外，所有的单元模块 可以分成两类：一类是不需要详细计算时用的简单单元子程序，在设计阶段的早 期可用它进行简单的物料s t l h 。量衡算；另一类是在设计的最终阶段或一个_ i 在操 作的工厂模拟中用的单元模块。但它也有比较明显的缺点。在含有多个再循环流 的复杂系统中，可能没有个很好的方法来确定计算层次或优先顺序并迭代求 解，除非在执行过程中已包括某种形式f | 0 最优顺序。许多广泛运用的现代模拟系 统采用了具有最优顺序化方法的序贸模拟法，如d e s i g h2 0 0 0 ，p r o c e s s 和 c o n c e p t 等。当用于设计而不是用于性能计算时它的缺点就变得更显著了。对于 大的过程它的计算效率是很低的。 2 1 2 2 联立方程法( 面向方程法) 在用同一个程序来完成设计和优化的稳态流程模拟中，由于最优化问题的引 入的线性和非线性约束，是模块法很麻烦以致不能使用，迭代模拟的i l lr 日j 过长。 为解决这个问题开发了联立方程法。其攮本原理是用一组非线性代数方程和微分 方程来表示整个系统，用它来解决所有的未知量。此方程包含模型方程、连接方 程、设计方程、物理性质和热力学关联式。采用适当的分解技术，此方程可以采 用模块形式求解。如图2 1 2 所示。联立方程法存在的最大的问题是收敛稳定性 的问题，特别是在不能提供较好的初值的情况下更是如此。此外，还有以下几点： 第二章气1 木分馏裴簧的模型建立 ( 1 ) 需要较大的存储量和采用比较复杂的计算程序、如稀疏矩阵技术 数据输入 茎塑竺堡i t 瓣匝巫排序提供毛u f | ! l l ! ：! ! 三三 砩瞥卜 叠立正 = j 巫耍巫 打印报表|l 热力学数据库 图2 1 2 联立模块法流 ! i ! 模拟系统结构 ( 2 ) 无法利用序贯模块法花费大量人力物力开发的单元模块； ( 3 )方法的灵活性导致用户容易作出相互矛盾的策略，当计算出错或发散 时，诊断也比较困难。 2 1 2 3 联立模块法 联立模块法基本上和贯序贯模块法棚似，其流程如图1 2 3 所示，其步骤如 线性模型巾的系数的新值 各单元模块新物流值 图2 1 3 联立模块法的流程 下： ( 1 ) 对第一次迭代需要假设在循环物料的初始值： ( 2 ) 用序贯法求解问题； ( 3 ) 在已经得到了每一个单元的输入和输出值的第次估计后，在他们之间 建立线性化的模型方程； 第二章气体分馏装置的模型建立 ( 4 ) 用矩阵法联解有模型方程和连接方程所构成的方程组，得到组新的物 流值； ( 5 ) 若原假设的再循环物流值的两次迭代偏差已收敛到小于预定的允许值， 则模拟结束。否则转入( 2 ) 。 在联立模块发中，序贯法和解线性方程组之间交替地进行计算，故计算的时 间减少。其最大的优点是容易将他用于设计计算中。如在产生线性化的模型时， 可以不规定进料的流量及组成，而对中矧或者输出物流有设计提出约束。 2 1 2 4 机理动态数学模型 9 0 年代以来，在模型预估控制的基础上，适应变结构过程的多变量约束协 调优化控制技术，已在石油化工过程中得到越来越多的应用。其中心思想是：使 一切变量不超限或在约束范围内；将重要被控变量平稳在优化给定值上，在条件 允许时，使操作变量也达到其优化值；将控制与优化实时地协调起来，使装置达 到“安、稳、长、满、优”运行的要求。这种实时协调控制与优化的策略是从全 装置或更大范畴出发，打破了“实时控制、稳态优化”的传统思路，更符合现代 石油化工过程环境频繁变化的实际，为进一步提高效益开创了一条新路，也为进 一步实现自动化操作打下了基础。由于实际过程的复杂性，实时协调控制和优化 还有很多问题有待研究、开发，有待更多的工程应用。9 0 年代以来，已出现了 基于生产过程机理动态数学模型，应用状态观测器理论和其它方法计算不可测变 量的实例。使在线计算适应动态变化，给出更合理、更准确的结果。动态模型可 通过实测的输入和输出变量去建立，形成“黑箱模型”。也可利用物理和化学的 基本原理建立“白箱模型”或机理动态数学模型。显然，机理动态数学模型是比 较合理的，可为深入全面地认识生产过程提供科学依据，可用于有不可测输入和 状态变量的过程，也比较容易适应过程的变化；在生产装置未投运时即可建立， 既可用于设计研究，也可用于过程运行后的分析。茂名石油化工公司催化裂化装 置采用这种方法的汽油干点与柴油9 0 点在线计算，已取代了人工化验用于生产 控制，实现了质量保证，收率提高的效果。应该说，基于生产过程机理动态数学 模型的在线计算方法是较为合理、具有发展前途的。建立机理动态数学模型，不 仅需要建立稳态数学模型所需的基本规律和稳态模型给出的结果，还需要描述过 第二章气体分馏装置的模型建立 程随时间的变化规律，要求更多的数学知识。在方法上，更着重于过程变化因果 关系的分析，常将过程变量分为输入( 原因) 变量、状态或输出( 后果) 变量，采用 单向性的信号流图和反馈将过程的各个环节联系起来，为分析互相关联、较为复 杂的石油化工过程提供有效的方法。因此，开发和应用机理动态数学模型要求具 有较高的科技知识。由于目前还不能准确地给出复杂生产过程的一些具体的工艺 关系式，故开发和应用较为困难。我们应当看到，石油化工生产过程的机理动态 模型，是化学工程和系统控制论两个学科互相渗透的产物，它的开发和应用，有 利于全面认识石油化工生产过程。因此，深入掌握其特性是进一步提高操作控制 和设计水平的基础，是石油化工科技发展的一个方向。 2 1 3 气体分馏装置的机理建模方法 精馏塔的机理计算有简捷法和严格法两种。当把多组分混合液的分离处理成 主要是轻重关键组分的分离后，就可以将双组分的精馏的理论板数捷算法用于多 组分精馏中。在求取多组分精馏的理论板数时，仍然可以使用芬斯克方程和吉利 兰关联图。由于捷算法系将多组分精馏经过简化为轻重组分的双组分精馏从而使 计算大大的简化，但因忽略了其他组分的影响而使计算结果带有近似性。当轻重 关键组分之间夹有其他组分时，误差就更大，故在多组分精馏计算中，捷算法通 常用于初步估计或为精确计算提供初值。严格计算有称为逐板计算法，其方法也 有多种，主要从塔顶或塔底出发根据物料平衡和相平衡的进行逐板计算，即可计 算出理论板数。 为建立气体分馏塔的机理模型，塔板示意图如图2 1 4 所示，依据生产工艺 图2 1 4 气体分馏塔塔板状态示意图 1 6 - 第二章气体分馏姨置的模型建立 提出如下简化假设a ：每块塔板上的汽液相充分混合；b ：忽略塔板液相滞留量： c ：忽略热量损失及塔板热容；d ：液相与气相离开塔板时处于汽液相平衡状态( 理 论塔板假设) ；e ：进入和离开塔板的液流量与汽流量保持不变( 恒摩尔流假设) 。 根据假设，列写全塔物料平衡( 包括组分物料平衡) 方程、相平衡方程、摩尔分率 加和方程及能量平衡方程，即通常所称的m e s h 方程。 m 方程： f ，+ y 川+ 厶一2 矿，+ ， f j 4 z i , j + v j n y ；l + l h x i 2 v 叭yj + l x i 。i e 方程： y i i 。x l 、i 其中：露“为平衡常数 s 方程： x ，= 】 只，= 1 h 方程： 只+ 乃6 + 张。+ l 川札l 。+ 9 = v ，向i ，+ l 厄， 其中 f _ 物料中的组分 ，一塔板位置 f 一进料量 z 一进料的组成 一进料的焓值 y 一塔中气相的流量 工一塔中液相流量 y 一气相中物流组成 z 一液相中物流组成 h 。一液相的焓值 ”一气相的焓值 f 一塔板温度 本装置的生产是一种多组分的非清晰分割，因此在加入另外的假设作简化处 理：即假设在任意回流比下操作时，各组分( 包括关键组分和非关键组分) 在塔 第二章气体分馏装置的模型建立 顶和塔底产品中的分配情况与全回流操作时相同。简捷法计算的基本步骡如下： ( 1 ) 根据分离要求确定轻重关键组分； ( 2 ) 进行全塔的物料衡算，估算出馏出液和釜液中各组分的组成，并求取剥 应的平衡的温度； ( 3 ) 求取全塔的相对挥发度的平均值； ( 4 ) 用芬斯克方程计算最少理论板数； ( 5 ) 恩德伍德公式计算最小回流比，并选定适当的回流比； ( 6 ) 用吉利兰图求取理论板数； ( 7 ) 确定加料板位置。 逐板计算多组分的方法有多种，最简单的方法是刘易斯一马西森逐板计算 法。此法运用了恒摩尔流对简化假设，因而只需根据分离要求规定塔顶、塔底产 品的组成，从塔顶或塔底出发，交替使用相平衡关系和物料平衡关系进行逐板计 算，即可求取相关的数据。此法的基本步骤如下： ( 1 ) 根据给定条件与分离要求进行全塔的物料衡算，估算出馏出液取i 釜液t p 组成分布，并求取d 、w 值： ( 2 ) 用恩德伍德公式求取r m i n ，并选取r ； ( 3 ) 计算精馏段和提馏段的汽液流量( v ，l 和v ，l ) ：列出各组分对操作 线方程，即精馏段操作线方程y 。，。i 备x 一詈碧 r ， 、一 提馏殴操作线方程 y ( r a + 1 ) i = 圭l - w 南 提馏段操作线方程 。 “三。 ( 4 ) 用相平衡常数法或相对挥发度法建立个组分的相平衡关系式； ( 5 ) 分段进行逐板计算。 d 一塔顶产品流量 一塔底产品流量 。 丑一塔顶回流比，其值为塔顶回流流量塔顶产品流量 共中： 从l - - 精馏段气液相的流量 v 、上：一提馏段的气液相流量 y 、x 一气液相的组成 a s p e np l u s 过程模拟系统是采用序贯模块法进行流程模拟的，可以根据需 第二章气体分裟置的模型建口 要选用各单元操作模块来组成自己的流程模拟系统。 本文以a s p e np l u s 过程模拟系统为、f 台丌发了气体分馏装疆的l ：艺流程模 型( f g s q ) 。在流程模型中包含有乙烷、丙烷、丙稀、异丁烷、币丁烷、异丁烯、 i f j 丁烯、顺反二丁烯和订三戊烷十种组分。组分的物性参数从以d i p p r 数据为錾础 建立的p u r e c o m p 数据库中调用。气体【 j 状态方程使用r e di c h - k w o n g s o a v c 方程。各塔均用单元操作模块r a d f r a c 模拟。按照实际装置流程建立的模型流程 包括4 个精馏塔、4 个换热器及1 2 股物流。根据气体分馏装置的工艺要求，输 入各精馏塔的理论板数、进料板位置、塔顶压力、全塔压降、回流比、回流过冷 温度、以及塔板结构参数等初始值。运刚设计规定进行变化计算，使褂各塔的模 拟结果达到或接近装置的标定结果时表i 纠模拟成功。模拟的基本结果如表2 1 3 所示。 表2 i 3