如何使用ASPEN 软件模拟完成精馏的设计和控制1-5章.pdf
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1、 DISTILLATION DESIGN AND CONTROL USING ASPEN SIMULATION WILLIAM L. LUYBEN PHD. CHAPTER 1-5 如何使用 ASPEN如何使用 ASPEN TMTM 软件模拟完成精馏的 设计和控制 软件模拟完成精馏的 设计和控制 第一部分第第一部分第 15 章章 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley y
2、=0.98 当然因为这是一个二元体系,异丁烷的组分可以用 1 减去丙烷的组分摩尔分率而得到。因此,塔顶的丙烷/异丁烷相对 挥发度为 8529. 1 )96356322. 01/()98. 01 ( 96356322. 0/98. 0 / / 44 33 = = iCiC CC xy xy 以再沸器内的平衡数据重复上述计算 丙烷: x=0.01; y=0.01715812 7633. 1 )01. 01/()01715812. 01 ( 01. 0/01715812. 0 / / 44 33 = = iCiC CC xy xy 这两个相对挥发度的几何平均值为 8076. 1)7633. 1)(8
3、529. 1 (= average 塔顶馏出物中和底部产品中的丙烷含量是 xD=0.98,xB0.01。将以上数据代入芬斯克方程,就可求出最小塔盘数, Nmin : Nmin +1 = 34.14 8076. 1log ) 01. 0 01. 01 )( 98. 01 98. 0 log( )log( ) 1 )( 1 log( = = average B B D D x x x x 由此可知,最小塔盘数是 13.34,这与我们用模拟程序计算出的结果 15 级很接近。运用这种启发式优化法,实际塔盘 数为 2 乘以 1530,最后得出 32 级。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计
4、和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley uc=.852;dtr=34.8;dtc=13.9;costenergy=4.7; % 32 stage column nt=30;d=5.91;qr=27.17;qc=22.68; l=nt*2*1.2/3.281; shell=17640*(d1.066)*(l0.802); ar=qr*1.055*2.54e6/3600/.7457/(dtr*ur);ac=qc*1.055
5、*2.54e6/3600/ .7457/(dtc*uc); hx=7296*(ar0.65 +ac0.65); energy=qr*costenergy*3600*24*365/1000; capital=shell+hx; tac=energy+capital/3; nt+2,ac,ar,shell,hx,energy,capital,tac 表 4.3 严格优化计算的结果 总级数 24 32 36 42 44 48 NF 10 14 16 18 19 21 D,(m) 6.82 5.91 5.77 5.67 5.65 5.63 QC,(MW) 39.0 22.7 21.4 20.5 20.
6、3 20.1 RR 5.10 3.46 3.21 3.04 3.00 2.96 QR,(MW) 35.5 27.2 25.9 25.0 24.8 24.6 AC,(m2) 3280 1910 1800 1730 1710 1700 AR,(m2) 1800 1370 1310 1260 1260 1240 Shell, (106$) 1.27 1.40 1.50 1.68 1.74 1.87 HX, (106$) 2.36 1.79 1.73 1.69 1.68 1.67 Energy,(106$/y) 5.26 4.03 3.84 3.71 3.68 3.65 Capital,(106$)
7、3.62 3.18 3.23 3.37 3.42 3.53 TAC(106$/y) 6.46 5.09 4.92 4.83 4.82* 4.83 *:最优值 表 4.3 中的其他设计方案给出了塔的总级数改变时的结果。假设总级数降至 24 级,则塔高度降低了,再沸器的能耗则 要上升。这就使塔径增粗、换热面积增大。结果是资金成本和能耗成本的双双增长。 假如增加塔的级数,塔变得更高,其塔径则因为再沸器热量输入降低而减小。这也使换热器的设备开支和能耗成本降 低,但是塔器的生本则由于变长而增长了。 所以,增加塔的级数效果既增加的塔器壳体的费用,也降低了换热器的资金成本和能耗成本。随着级数越增越多,再 沸
8、器的热量输入缩小的额度也越来越小,而塔器的成本则一升再升(如表 4.1 所示,其成本与塔高的 0.802 次幂成正比)。图 4.1 所示即为上述参数随塔的级数而变化的曲线。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 77 页 共 113 页 全年总费用在塔的总级数为 44 级时
9、达到最小值,4,823,000 美元/年。即在此数值案例中,实际塔盘数与最小塔盘数 的最佳比例为 42/15=2.8,而不是启发式优化时所用的 2。对于 44 级精馏塔的设计,对应的回流比是 3,则实际回流比与 最小回流比的比例为 3/2.9 =1.04 而不是启发式优化时用的 1.2。 这些差异看着比较明显,并暗示着启发式优化的方案并不很好。但一个好的工程师总是会在其设计中留有一点安全裕 量的。实际的塔直径和换热器面积都比经济优化方案的值要大,这是一种偏饱受的良好工程实践。有时可以通过缩小塔盘 间距或者安装更为有效的接触设施,使精馏塔的塔板数增加。但是塔径的改变则意味着要重新设计一个新的容器
10、。由此看 来,启发式优化给出的是一个很好的设计方案。 同样还要注意的是全年总费用的优化曲线比较平缓,塔的级数从启发式优化的 32 级增至最优点 44 级时,TAC 的变化 从 5.09 减少到 4.82106美元/年,即才减少了 5%。 假如能耗成本降低,则最优点的塔级数就会变少。假如将能耗成本降为上述值的一半,则优化后的塔级数就从 44 降到 42,TAC 则从 4,230,000 美元/年降到 2,980,000 美元/年。所以很明显,能耗成本在此主宰了精馏塔的设计。 表 4.1 的成本估计中材料选用为不锈钢,假如建造材质更为罕见,则塔的最优化级数还会下降。 4.4 操作优化操作优化 本章
11、的讨论至此时为止,考虑的都是“设计问题” ;亦即试图找出最佳的塔级数。另一种类型的优化问题, “定额问题” , 与此具有同等的重要性:对于给定的塔,在塔的级数不变的前提下寻找最优化的操作条件。 定额问题可以分成好几种。最常见的一种就是找出能够使赢利最大化的产品纯度。而在前面几节的设计问题研究中我 们都是假设产品的纯度使给定的。而在很多的精馏塔系统中,确定一种产品的纯度是由杂质的最高浓度而确定的,但是另 一种产品则可能并未规定纯度要求。例如,设若丙烷产品的价格比异丁烷要高,其杂质要求是异丁烷 2 mol %。并且,塔 顶馏出物的流量最大化的同时,其中应含有尽可能多的异丁烷杂质,但不能超过规定值。
12、这些要求可以通过使塔底产品中 的丙烷流失量最小而实现。但是 xB的值减小需要增加再沸器的热负荷,也就增加了能耗成本。因此,应该有某个 xB的值使 赢利达到最大化。优化必须考虑到丙烷的价格、底部产品的价格和能耗的成本。 可以通过稳态模拟来求取最佳操作条件。 通过使用 Design Spec/Vary 功能, 将馏出物的组成维持恒定, 在第二组 Design Spec/Vary 功能中指定塔底产品的组分,运行模拟程序来求出再沸器的热量输入、塔顶馏出物流量和塔底产品的流量。则不 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整
13、地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 78 页 共 113 页 同 xB的值对应的总赢利($/s)可以通过将产品的价格($/kg)乘以其质量流量(kg/s),进料流量乘以其单价,以及再沸器热输 入(MW)乘以能耗单价($/MWs)而计算得出。总赢利($/s)的定义是两种产品的获利减去进料成本和能耗成本。而后再指定 一个新的塔底组分,重新运行模拟后再做上述计算。 图 4.2 所示即为上述计算的结
14、果,其相应的参数为: 1. 塔顶馏出物的价格0.528$/kg 2. 塔底产品的价格0.264$/kg 3. 进料单价0.264$/kg 4. 能耗单价$4.7/106kJ 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 79 页 共 113 页 随着塔底组成中丙烷含量的降低,再沸器
15、热量输入和馏出物流量增长。当丙烷组分在 0.2mol %以下时,再沸器的热量 增长的很快。获得最高赢利点对应的塔底丙烷浓度是 0.25mol %。 这种优化属于非线性规划问题(NLP, nonlinear programming problem),也可以在 Aspen Plus 里自动求解。在 Data Browser 窗口中点击 Model Analysis Tools,再选择 Optimization。点击 New 按钮,选择 OK,接受一个新的 ID。则会 看到图 4.3 所示的窗口,其中有数个标签页。 在 Define 页面上,定义用于计算赢利的各变量。在 Flowsheet 标签栏中
16、输入变量的名称。图 4.4 所示为输入的数个变 量。进料、馏出物、塔底产品的质量流量分别为 FW,DW,BW,单位则是 kg/s。再沸器的热输入为 QR,单位是瓦。 将光标置于其中一行之上点击 Edit 按钮, 窗口示如图 4.5, 在此指定相关变量的信息。 例如, 在图 4.5a 窗口中编辑 FW。 在 Category 标题栏下选择 FW 的种类是 Streams; 在 Reference 标题栏下选择 FW 的类型是 Stream-Var, 变量对象是 F1, 具体的变量是 Mass-Flow。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者
17、已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 80 页 共 113 页 在图 4.5b 窗口中显示的是如何编辑再沸器的热量输入。该变量属于 C1 模块,所以在 Category 标题栏下选择 QR 的种 类是 Blocks。图 4.5c 显示的是所有变量都定义完毕的情况。点击 Objectives & Constraints(目标与约束条件)标签页,打开 如图 4.6 所
18、示的窗口,在此指定 PROFIT 是要求被最大化的目标函数。点击 FORTRAN 标签页,如图 4.7 所示。在此输入 赢利的等式,也即给出 PROFIT 变量的定义: PROFIT=DW*0.528+BW*0.264-FW*0.264-QR*4.7e-9 (此处 4.7e-94.710-9)。最后选择标签页 Vary 打开如图 4.8 所示的窗口,在此指定用做调控手段的变量。通过使用 Design Spec/Vary 函数,调整馏出物流量,维持其组成恒定。则选定做为调控手段以求出最大赢利的变量就是回流比了。 窗口刚打开时,Variable number 右侧的选框是空白的。右键点击之,会弹出
19、一个小窗口,点击选择 Create。之后再选择 C1 模块,MOLE-RR 变量,输入其可能的变化范围。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 81 页 共 113 页 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能
20、地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 82 页 共 113 页 现在可以运行优化模拟程序了。点击 N 按钮,让程序运行。图 4.9 所示的 Control Panel 窗口弹出,提示所用的优化算 法是 SQP-顺序二次规划算法,经过 4 次迭代收敛,找出了最大赢利。各变量的结果可以在 C1 模块的 Results 选项下面看 到(参见图 4.10)。 最优化之后,塔底产品的组
21、成是丙烷 0.2246mol %,对应的馏出物流量和塔底流量分别是 18.05kg/s 和 34.46kg/s。此 时再沸器的热量输入是 27.17MW,赢利为 4.637 美元/s。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 83 页 共 113 页 4.5 结论结论 本章我
22、们考察了多种类型的精馏系统优化。我们所展示的都是简单实用的方法。实际上在最优化领域还有很多高超的 技巧,但是这已经不在本书的讨论范围之内了。 如何使用 ASPENTM 软件模拟完成精馏的设计和控制 威廉L鲁平 博士 译者免责声明:译者已经竭尽所能地确保译文正确完整地传达原作的意旨。然而文中所论及的方法在工程中的具体使用,其使用责任完全在于使用人员。本文仅为 学习了解所用,一切版权归于John Wiley & Sons,Inc. 请于下载后的24小时之内将此删除,译者不承担由此引起的一切法律责任。 第 84 页 共 113 页 第第 5 章:复杂体系的精馏模拟章:复杂体系的精馏模拟 MORE C
23、OMPLEX DISTILLATION SYSTEM 在第 3 章和第 4 章中所考察的精馏体系,是丙烷/异丁烷二元体系在单个精馏塔中的分离过程。从气液平衡的角度来 说,这是一个非常理想的体系,而且只有两种组分,一股进料和两股产品物流。而在本章中我们将会演示将稳态模拟的方 法拓展至多组分非理想体系,甚至塔的结构更为复杂的情况。 在这些复杂体系的分析中还会使用到其他的分析手段。特别是我们将会发现,三元体系图提供了了解这些复杂体系精 馏设计的非常有用的认知手段。此外,对于非理想体系,各种设计参数的作用,有时会违背我们的直觉,并与理想体系中 的作用大相径庭。 5.1 醋酸甲酯醋酸甲酯/甲醇甲醇/水体
24、系水体系 让我们从一个非理想性很强的三元体系开始吧。在聚乙烯醇的生产中会生成醋酸甲酯、甲醇和水的混合物。其中的醋 酸甲酯和甲醇都必须要回收,以便循环利用或用于进一步加工。 5.1.1 气液平衡 醋酸甲酯和甲醇在 1.1 atm 的压力下会生成均相最低恒沸混合物, 其组成为: 66.4mol %的醋酸甲酯, 恒沸温度为 329K。 这就意味着,从精馏塔出来的塔顶产品是二元混合物,分离后其中的醋酸甲酯的含量无法比此共沸物的含量更高。此外, 醋酸甲酯和水也会在 1.1 atm 的压力下生成均相最低恒沸混合物,其中醋酸甲酯含量为 88.84mol %,恒沸温度为 333.8K。 正如在第 1 章中所讨
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