精馏塔的动态模拟

1、精馏塔的动态模拟一、数学建模二、分析与讨论三、优化四、程序清单分析和讨论分析和讨论最优化部分化学工业中，精馏过程是能量消耗最大的单元操作之一，自从发生了世界性的能源问题以来，精馏过程的节能问题已广泛引起了人们的重视。近年来，已经开发了多种精馏节能的工艺流程，如多效精馏.热泵精馏、热偶精馏等。多效精馏作为一种精馏节能新工艺近几年来其理论研究不断深入，在工业生产中的应用日益广泛。工业上普遍存在非稳定状态或动态的精馏过程.实际的生产过程不可避免地受到各种人为或非人为因素的扰动，使一些操作参数和过程变量随时间发生变化，因此对于连续精馏过程的动态特性的研究和模拟具有重要的实际意义.研究精馏塔的动态特性时

2、通常使用数学模拟方法，这首先需要建立1个模型精馏塔，然后对模型塔中的各个塔板作非稳态物料衡算、热量衡算等，得到动态精馏过程的数学模型，在一定的初始条件下经过求解，可得到操作条件发生扰动时各个精馏过程参数随时间变化的历程，即动态响应.若精馏系统内无约束某些参数变化速度和变化范围的控制器，其动态响应称为开环响应，否则为闭环响应.反应精馏技术将反应与分离过程在一个塔内实现,相对传统的先反应后分离过程具有转化率高、选择性好、操作易、投资省等一系列优点,但反应精馏过程需同时遵循质量作用定律和精馏分离原理,其过程影响因素复杂.自20世纪70年代以来,有关反应精馏的研究重点从工艺转向数学模拟.现已开发有灵活

3、可靠的过程模拟计算软件.另一方面,自20世纪70年代末催化精馏技术成功地应用于甲基叔丁基醚生产以后该技术的应用受到了学者们的关注.一、精馏塔数学模型的建立：根据对过程系统中状态变量分布特征的不同描述方法，一般可以把数学模型分为集中参数模型，分布参数模型和多级集中参数模型。本次大作业利用多级集中参数模型对精馏塔动态特性进行分析和模拟。对于控制的动态数学模型，我们希望用最简单的形式，最大限度地概括出过程的特性。所以为了简化数学模型，我们必须做出以下必要的假定：每块塔板上气相和液相分别为理想混合；1组分和组分的摩尔汽化热近似相等；汽相和液相在沿塔轴向运动过程中，显热变化对热量衡算和热损失的影响均可忽

4、略不计；2整个塔分离过程对的相对挥发度a保持恒定；3、每块踏板上都达到了汽液相平衡；4、冷凝器和再沸器均处于稳态操作；5、采用泡点进料和常压进料；6、每块踏板上持液量远大于持汽量，后者及其变化可以忽略；7、塔顶冷凝器为全冷凝器。在这些假设的基础上，以物料衡算及能量衡算为基础列出精馏塔动态数学模型：全凝器及馏出塔总物料衡算：黑=VlrD全凝器及馏出液易挥发组分衡算:dXMD卅=V(Y1-XD)第块塔板总物料衡算:dMn=L1-LdTn-1第块板易挥发组分衡算：，L1(X1-X)+V(Y1-Y)nd(n-1、n-1nn+1离开第块板汽液相浓度关系：Y=nY=n1+(a-1)Xnn加料板物料衡算及易

5、挥发组分汽液相浓度平衡关系:dMFF=Lf1Lf+Fd卩-1FtYF)dXYF)Mf/=LF-i(XF-1-XFF(Xf-Xf)+V(YF+1aXaXFF厂1+(a-1)XF再沸器及塔底总物料衡算：黑二黑二Ln-V-B再沸器及塔底易挥发组分衡算:dXM=LN(XNXB)+V(XBYb)离开再沸器及塔底的汽液相浓度关系:Y，Y，B1+(a+1)XB(11)塔板水力学关系：L,rnLwnM混Mh/混5(M混nW混)丄丄混0.00284匕n混P=ZXP混iir=ZXrW昆ii查得苯和甲苯的物性数据如下表：T/P0苯KpaPP0甲苯KpaT7苯Kg/m3P甲苯Kg/m3苯KJ/Kg甲苯KJ/Kg苯%丿

6、苯%a80.2101.794139.3471814.778809.98393.956379.778100.0100.080.66103.24339.9743814.267809.35393.625379.49797.098.82.5463981.2104.964640.7209813.668808.824393.236379.16895.097.92.4536382.3108.540942.2765812.447807.746392.444378.49790.395.72.3907183.33111.975443.7761811.303806.74391.702377.86985.393.62

7、.5203784.4115.632545.3789810.116805.688390.932377.21680.391.42.6073585.44119.275946.9817808.962804.669390.183376.58275.088.52.5652286.8124.174749.1458807.452803.336389.204375.75270.085.32.4868887.63127.240550.5054806.531802.523388.606375.24665.082.52.5384689.4133.975153.5055799.566800.788387.332374.

8、16659.278.92.5771192.1144.77858.3549801.506798.121385.304372.49848.971.02.5584295.2158.000864.3490795.052795.052382.948370.57639.761.82.4572798.6173.556571.4767794.096791.686380.364368.46830.050.02.33333102.2191.286379.6929789.816788.1377.584366.19220.037.02.34921106.1212.02989.4199785.058784.2374.5

9、42363.6968.021.22.78817110.6238.054101.783779.616779.682371.002360.8040.00.00.00000塔的示意图和设备尺寸如下：溢流管形式堰长1W堰咼孔数n管底与受液盘距离塔径塔板数孔径弓形0.66m0.04m2738个0.032m1.0m105mm1717)1616）1717)1616）1717)1616）设进料温度为方程，（11）简化为：2.4Xn（15）（15）n1+1.4Xn,2.4XfF1+1.4XF、2.4XbB11.4XRBO,=o：M混=0.5,78+0.5,92=85混=0.5,394.8+0.5,380.2=3

10、87.5W混P混=0.5,804.2+0.5,802.3=803.25=803.25V=2.6，10E6Q(8Ln=nLn=n00850.085Mn0.047x8.95x80.3251.5.0.0028，8.95，803.25=623719)4.22,10E4M16.7919)n1717)1616）1717)1616）二模型微分方程的仿真计算计算流程如下：分析和讨论总结：1616）从模型数据结果分析来看，与实际情况即理论计算都不吻合。这主要是与所建立的模型的精确性以及程序算法有关。由于平衡级动态模型采用简化假设与实际有出入，没有考虑精馏塔复杂的流体力学特性和非平衡的传质过程，造成模型的不准确。

11、可选用适用于多股进料及中间出料的多元物系的分段正交配置方法建立精馏塔简化数学模型，或选用考虑非平衡效应和惯性效应的三维非平衡混合动态精馏塔模型，效果应该会好些。在此模型中有很多的求导微分算式。目前应用广泛的求导算法有手工推导法、差商法（，De符号微分法（）、逆波兰表示计算法（）以及自动微分法（）其中手工推导法效率低对大规模计算不适用;差商法使用条件宽乏，占用内存少，但精度低，速度也一般；符号微分法精度高，速度快，但是在实际运用中会遇到无法处理的复杂程序代码，符号膨胀，导函数不连续等问题；逆波兰表示计算法是符号微分法的一种特殊情况，其实质是运用堆栈而不是树的数据结构来表示被求导对象；而自动微分法

12、是进来发展迅速的一种求导方法，可以灵活地对复杂程序代码进行求导。应该比本次计算所采用的算法更适合。在采用软件模拟时，也可用选用软件中的模型。软件的灵敏度分析也可应用在本次分析中。选用方程中要使其更加严格，汽液相平衡可先用方程，模型求解可采用法。模型求解可采用法。1616）从模型分析所采取的物系来看，由于是高度理想的二元物系，使得在原来平衡级假设基础上又省去对每个塔板的能量衡算方程，设相对挥发度不随温度改变，省去了温度迭代，而一般情况要对温度进行迭代。因此此模型分析结果很特殊没有代表性。但是，此次是建立动态精馏塔模型，因此基本符合要求。四、优化概述：精馏塔是广泛应用于化工、石油、轻工等行业的汽液

13、传质设备，也是化学工业生产中能源消耗最大的单元操作之一。随着能源价格的不断上涨，精馏系统的节能在化学工业的节能研究和开发中占有越来越重要的地位，有关精馏过程的节能措施一直是人们普遍关注的问题，研究比较多的主要又一下几个方面：对于塔顶塔釜温差较大的精馏塔，在精馏塔中间设冷凝器或再沸器，能节省能量20左右。采用热泵系统，使塔顶低温处的热量传递给塔釜高温处，也能达到较好的节能效果。采用减压操作，可增大组分之间的相对挥发度，从而减小了塔底再沸器的热负荷。降低精馏塔消耗的途径是多种多样的，无论采取那一种措施，均能获得一定程度的节能效果，但有些措施操作复杂，实施起来有一定难度。实际上，在精馏塔设计使如果能

14、够注意回流比的选择，也能达到较好的分离效果。在精馏塔的设计和操作中，回流比是一个很重要的控制参数，它的选择合理与否，直接影响着精馏塔的操作费用和设备折旧费用。按照本文前面的讨论，精馏塔的塔板数、塔板直径已经给定，也就是该331616）精馏塔已经投产，设备已安装好，塔板数和上升蒸汽量已经给定的情况下，本应从最优控制方面来进行优化，但最优控制过程复杂，计算量大，本文只作定性分析，然后针对精馏塔的设计方面，从系统工程的观点出发，建立经济模型，通过优化方法找出适宜的回流比。经济模型的建立及求解：问题的分析：实用的回流比应在和=8之间选取。可以从经济核算的角度来选定最优回流比。精馏费用可从设备投资费和操

15、作费两方面来看。当，达成分离要求所需的理论板数8,相应的设备费亦为无穷大；当稍稍增大，即从无限大急剧减少，随继续增大，对的影响逐渐减弱。另方面，随的增大，为得到同样的产品，精馏段上升蒸汽量随线性增加，使得再沸器，冷凝器的负荷随之增加，而且塔径也要相应增大。当这些增加的费用超过塔板数减少的费用时，设备费将随的增大而增大。因此，随着从起逐渐增大，设备费先是由急剧减小，经过一最小值后又重新增大，如图一中的线1示意。操作费主要有：加热蒸汽和冷却水的费用，可称为能源费，它随着热负荷，因而随着线性增大，如图一中的线所示；设备折旧费及维修费，通常是取设备费的某个百分数作为每年的消耗，故可用图一中的线1代表。

16、总运行费为两者之和，在图中用线3表示，其最低点相当于最优回流比。1616）以每年总运行费为目标函数：以每年总运行费为目标函数：J=F1F2年总费用元/年F1能源费元年F2设备折旧费及维修费元年I、能源费能源费F1包括冷凝器中冷却剂费用f及再沸器中加热蒸汽费用f1，即：F1=f+f。其中：f1=ACWC,AC-冷却剂单价元WCWC冷-却-剂-流-量每年运行时间WC通过下式求得Q二W二CpWc(20DC1616）VCPWC(I)VCPWC(I)D塔顶产品汽化潜热CPC冷却剂比热t，t12/C冷凝器中冷却剂进、出口温度C（R1）D人二ACWC,二CPTf2t1JAC，泡点进料：q=再沸器中，V=V_

17、（1一q）f=V假设:加热介质为饱和蒸汽且冷凝液在饱和温度下排出。（R1）db二Whhf2=AhWh，=(R1)DAh-h再沸器中加热蒸汽单价元Whh再沸器中加热蒸汽流量加热蒸汽汽化潜热塔釜上升蒸汽汽化潜热F=F=f+f2=(R1)D，AAACDAhBC(tt)CPC(21)h1616）II设备费1616）精馏塔设备费采用直线折旧法F=NpC2P其中:C=aDTDt，Dt，4VS3600uN，Np石TPTTVS，V(Vo)，22.4V，22.4(R+1)DToToToDt塔径VS上升蒸汽体积流量Np实际塔板数单位塔径塔板单价元/块折旧率u空塔气速Ne理论塔板数Et全塔效率根据经验值，空塔气速取

18、泛点气速的70，即：uu=0.7max于是：F=23.185叫T(R+1)D2=EuLrj-iTmaxIII年总费用：J，F1+F2aVaVaN,=(R+1)DtDt+VB+0.386321ECPC(2_1)hETne当Nne当Nmax、的关系米用关系式:uT(R1)Dmax1616）Y1-exp(154-4Xx)(XT)11+117.2xXXRRminN由minNN由minNmin方程求出：xD+（XB）BlaAlg捷算法求Rmin:(Rmin)方程最后可关联成:NENE代入1式便得出经济模型。模型求解及实例:回流比应在和一个较大的正数之间,通过方程可以看出,当一iPS,贝O本文对目标函数的优化黄金搜索法,在w(i)之间进行搜索，原则上可以无限大，但在搜索过程中一般=(为足够大的正数)。实例应用：某常压精馏塔设计工艺条件为：每小时处理含苯45的原料，泡点进料，要求塔顶产品纯度，塔底含甲苯不少于。全塔平均相对挥发度取，塔内操作温度C,物性参数如下：馏出液汽化潜热：VD303