利用aspenplus做設計——二甲醚的分離精餾塔工藝設計-資料下載頁

【導讀】選題有一定的理論意義與實踐價值，必須與所學專業相關。格式規范，嚴格按系部制定的設計格式模板調整格式。所有學生必須在規定時間交論文初稿。1學習態度努力學習，遵守紀律，作風嚴謹務實，按期完成規定的任務。類信息并從中獲取新知識的能力。3工作量內容充實，工作飽滿，符合規定字數要求。塔板選用浮閥塔，塔頂冷凝。裝置采用全凝器，用來準確控制回流比，塔底采用水蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。Aspenplus軟件模擬得出理論板數，塔效率，實際板數，進料位置等設計參數。作優化和經濟分析，得出設計和操作的最優結果，能夠充分體現現代社會所要求的節能減排，對環境的保護及能源的節約方面做出一些貢獻。

　　

【正文】 《化工工藝設計手冊》查得該溫度下的飽和蒸汽壓力約為 ，再考慮蒸汽輸送時的壓降，故該廠至少須提供 7atm的蒸汽。 維持塔板數不變，在前面初步計算得到的第 20 塊板的基礎上改變加料板位置，維持產品組成不變，得到熱負荷對比，見表 。 表 不同加料位置對塔負荷的影響 塔板 塔頂冷負荷（ cal/sec） 塔釜熱負荷（ cal/sec） 回流比 6 7 8 9 10 118938 11 12 13 14 由表 可知， 通過對比發現由于第 12 塊進料板的熱負荷及回流比的大小新疆工程學院畢業設計（論文） 21 不符合最優加料板的要求，所以選 第 7 塊板為最優加料位置 。 精餾塔尺寸的設計 塔高 塔高設計前面已經計算出實際塔板數為 20 塊 ,加料板為第 7 塊。取塔板間距為 ，塔板高度為 (NT2)；另外，在塔頂要為回流管留有一定空間，在進料位置要為進料分布器留有一定空間，在塔底還要為緩沖所需的持液量留有一定高度。按照經驗，以上三個高度計入設計中 20%余量，則全塔高度為 ： L=（ )(NT2) （ 21） = 塔徑 塔徑設計精餾塔的塔徑是由氣相的最大流速決定的。假如這個流速值超高，則塔的液相和氣相水力條件就會失效，塔也會液泛?？赏ㄟ^可靠的關聯式來確定氣相最大流速。假如已知氣相的質量流量及密度，則可算出體積流量，若最大允許氣速已知，則可計算塔徑。 利用 Tray Sizing/Tray Rating功能， ASPEN PLUS 可以便捷地計算塔板尺寸。考慮到氣體流量從塔底向塔頂逐漸減弱，以加料板為界，我 們將上下塔板都采用浮閥塔板設計。表 為模擬結果。 表 以加料板為界塔板參數表 Section starting stage: 2 Section ending stage: 19 Stage with maximum diameter: 19 Column diameter: meter Downer area/column area: Side downer velocity: m/sec Flow path length: meter Side downer width: meter Side weir length: meter Center downer width: 0 meter Center weir length: 0 meter Offcenter downer width: 0 meter Offcenter short weir length: 0 meter Offcenter long weir length: 0 meter Tray center to OCDC center: 0 meter 由表 可知塔徑 ，較符合實際。塔板水力學性能校核見圖2圖 22圖 22圖 223。 新疆工程學院畢業設計（論文） 22 圖 220 上段塔板液相負荷性能圖 圖 221 上段塔板氣相負荷性能圖 圖 222 上段塔板液相負荷性能圖 圖 223 上段塔板氣相負荷性能圖 由圖 2圖 22圖 22圖 223 可知，可以看出來實際氣、液相水力學性能不太符合要求，由于該圖的第 1 塊板至第 6 塊板基本無液氣成分，證明該過程氣液流量較小，所以需要進一步的實驗改正，這個可以通過增大進料的蒸汽量來改正。 小結 本節先討論了物性方法的選擇對于 ASPEN PLUS 計算的重要性，進而針對本次設計給定的 二甲醚 物系選定 NRTL 方法進行模擬，計算得出一系列物性數據，本節只將后面將要用到的物性數據列出，同時對比了計算得到的物性數據和文獻中的數據，結果相差很小，證明物性方法選擇較合適。 其次使用 DSTWU 模塊進行初 步模擬，在給定設計任務基礎上選擇了分離的溫度和壓力，計算得出最小回流比、最小理論板數、加料板位置等參數（結新疆工程學院畢業設計（論文） 23 果見表 和表 ），為之后的 RadFrac 計算提供依據。 最后使用 RadFrac 模塊進行詳細設計，得出達到分離要求所需的最小回流比和所需熱負荷等結果（結果見表 和表 ）。之后使用 Tray Sizing/Tray Rating 得出塔高為 ，塔徑 ，塔板采用浮閥塔，并對水力學性能進行校核，結果滿足要求。 3 操作 的經濟優化 設備及能耗費用優化 精餾系統中最主要的設備 就是塔器 (高度為 L， 直徑為 D)， 以及兩臺換熱器(冷凝器 ， 換熱面積 Ar； 再沸器 ,換熱面積 Ar)。 塔盤的成本比起塔器和換熱器而言顯得很小。表 給出了經濟核算參數值以及確定尺寸所用的關系式和參數。 表 經濟核算依據 參數 數值 冷凝器 傳熱系數 溫差 資本成本 7296*(面積， m2) 再沸器 傳熱系數 溫差 資本成本 7296*(面積， m2) 塔器成本 17640*(塔徑， m)*(塔高， m) 能耗成本 $ 投資回收期 3 年 塔器的尺寸前已確定，冷凝器和再沸器的熱量輸入則已由模擬計算決定，我們仍需要兩換熱器各自的總傳熱系數和傳熱溫差推動力來求相應的換熱面積。 我們知道 ,塔板數增加則所需回流比減小 ,因此設備費用增加而能耗費用減少，反之亦然。因此，中間必定有某個最合適的塔板數和對應的能耗費用，以使總費用最低。下面我們用 Matlab 編寫一段程序，以優化設備和能耗總費用，程序見表 ，設計塔板數為 20 塊，故計算中從 20 塊板開始，模擬運算至 40TAC=資本成本 /投資回收期 +能耗成本 新疆工程學院畢業設計（論文） 24 塊。再 將 Matlab 計算結果輸入 ASPEN PLUS 的 “ Optimazation” 模塊，計算得到最經濟塔板數為第 20 塊。 表 用于評估經濟核算的 Matlab 程序 程序 % Program % economics for distillation column Example 1 (depropanizer) % Given Qr, Qc and number of trays, calculate TAC % for standard column % using SI units (m, K, MW) % Cost of energy=$ per kJ ur=。uc=.852。dtr=。dtc=。costenergy=。 % 20 stage column nt=20。d=。qr=。qc=。 l=nt*2*。 shell=17640*(d^)*(l^)。 ar=qr**(dtr*ur)。 ac=qc**(dtc*uc)。 hx=7296*(ar^ +ac^)。 energy=qr*costenergy*3600*24*365/1000。 capital=shell+hx。 tac=energy+capital/3。 nt,ac,ar,shell,hx,energy,capital,tac 操作優化 前已從設計角度給出塔的各個重要尺寸，下面對于給定的塔，在塔級數不變的前提下尋找最優化的操作條件。 操 作條件的優化問題可以分為好幾類，最常見的是找出能夠使盈利最大化的產品純度。本節之前的所有討論 均 假設產品的純度是給定的。而在很多精餾系統中，確定一種產品的純度是由雜質的最高濃度確定的，但是另一種產品則可能并未規定純度要求。例如設 二甲醚 產品的價格比 甲醇 要高，其雜質要求是甲醇 ≤1mol%。并且，塔頂餾出物的流量最大化的同時，其中應含有盡可能多的甲醇 雜質，但不能超過規定值。這些要求可以通過使塔底產品中的 二甲醚 流失量最小而實現。但是 Xw 的值減小需要增加再沸器的熱負荷，也就增加了能耗成本。因此，應該有某個 Xw 的值使盈利 達到最大化。優化必須考慮苯和甲苯的價格和能耗成本。 可以通過穩態模擬來求取最佳操作條件。通過使用 Design Spec/Vary 功能，將餾出物的組成維持恒定，在第二組 Design Spec/Vary 功能中指定塔底產品的組分，運行模擬程序來求出再沸器的熱量輸入、塔頂餾出物流量和塔底產品流量。則不同 Xw 的值對應的總盈利可以通過將產品的價格乘以其質量流量，進新疆工程學院畢業設計（論文） 25 料流量乘以其單價，以及再沸器熱輸入乘以能耗單價而計算得出?？傆亩x是兩種產品的獲利減去進料成本。而后再指定一個新的塔底組分，重新運行模擬后再做上述計算。計 算參數見表 ，計算結果見表 。 表 計算參數表 計算參數 取值 塔頂餾出物的價格 $/kg 塔底餾出物的價格 $/kg 進料單價 $/kg 能耗單價 $/kJ 表 計算結果表 Variable Initial value Final value Units FEED KG/HR D1 KG/HR W1 KG/HR QR 118870 118870 CAL/SEC 由表 可知，當塔頂餾出物流量為 KG/HR，塔底產品流量為，塔釜再沸器熱負荷為 118870CAL/SEC 時，利潤最大。隨市場價格波動，以上參數會被重新規定參數以計算最大利潤。 小結 本節首先將設備和能耗結合起來考慮，對精餾塔進行優化，得出 20 塊塔板、第 7 塊板進料時，總費用最低。其次考慮到隨著市場原材料價格波動而模擬了操作優化，得出一定限制條件下操作的最優值。 4 控制結構 的 選擇 精餾塔的設計是為了將兩種關鍵組分分離獲得指定的分離效果，通常是兩個設計自由度指定為餾出物中重關鍵組分的濃度和塔底產品中輕關鍵組分的濃度。因此在精餾的操作和控制中理想的控制結構需測定兩股產品的組成并操控兩輸入變量（如回流流量和再沸器的輸入熱量），從而能夠達到兩股產品中關鍵組分的純度要求。然而，由于直接檢測產品濃度有一定難度，工業上大多使用廉價而可靠的溫度檢測控制手段。因此控制結構的選擇重點在于選擇哪塊或哪幾塊板的溫度作為控制點。在前面的討論中，我們初步分析了靈敏板的位置，該塊板可作為我們控制的依據之一，下面 討論另外一些控制方法選擇的判據。 斜率判據（靈敏板） 新疆工程學院畢業設計（論文） 26 圖 214 表示了不同塔板上溫度的分布，為了更清晰地表示這種變化，將塔板溫度對塔板數求導（ dT/dNT）得圖 41，從圖中可看出，第 16 塊板上的溫度變化較大，故 可 選第 16 塊板為靈敏板。 圖 41 T 和 dT/dNT 隨塔板數變化圖 靈敏度判據 靈敏度判據的重點在于尋找由于一個受控變量的變化引起的最大溫度變化的 那 塊塔板，改變某一受控變量（如回流流量），使其發生很小的變化（設計值的 %）。研究產生的塔板溫度變化，觀察哪塊塔板的溫度變化最 大。對于其它受控變量（如再沸器熱量輸入），重復這一過程。塔板溫度的變化值除以受控變量的變化值就是這個塔板溫度與此受控變量之間的開環穩態增益，溫度變化最大的塔板即是最靈敏的，故選擇控制它，增益最大。 維持回流比 不變，將再沸器熱量輸入由 為 （減量 %），考察 ΔT/ΔQR的變化量隨塔板的分布關系。維持回流比 不變，將回流量輸入由 減小為 （減量 %），考察 ΔT/ΔR 的變化量隨塔板的分布關系。結果見圖 42。 新疆工程學院畢業設計（論文） 27 圖 42 兩種開環穩態增益 如圖 52 所示，上圖給出了塔板溫度和兩個受控變量（ R 和 QR）之間的開環穩態增益。實線對應回流流量變化，虛線對應再沸器熱量輸入變化。這兩個輸入信號在穩態值的基礎上有很小（ %）的增加。正如預料的，塔板溫度針對回流之間的增益是負的，即回流量增大使得塔板溫度下降；而塔板溫度對再沸器熱量輸入之間的增益是正的，即再沸器輸入熱量增加使得塔板溫度上升。 兩曲線說明第 2 塊和第 16 塊理論板均對回流流量和再沸器熱量輸入敏感，因此該兩塊板的溫度均 可由回流流量和再沸器熱量控制。但是考慮到每塊板約36 秒的液相流體滯后，回流流量的變化需要相當長的時間去影響靠近塔釜塔板的溫度，因此應將回流流量與第 2 塊板的溫度組對進行控制。而對于蒸汽，雖然汽相流體滯后小于液相流體滯后，但為了更快的進行監測和控制，選第 16 塊板的溫度與塔釜再沸器熱量輸入組對。 奇異值分解判據 根據 節中的討論，我們計算了所有塔板溫度和兩個受控變量之間的穩態增益，從而形成了一個增益矩陣 K，它有 NT 行（塔板個數）和兩列（受控變量 ——回流流量 R 和再沸器熱量輸入 QR 的個數）。利用標準奇異 值分解程序，即 Matlab 中的 svd 函數： svd（ x， 0）， 將此矩陣分解為三個矩陣： K=ABC（分解的結果： A 為 NT2 矩陣， B 為 22 矩陣， C 為 22 矩陣）。以塔盤數為橫坐標，繪制兩向量 A1 和 A2 值的曲線，對應著 A 量值最大的一塊或數塊塔板則指出了塔中最有效的控制位置。 B 矩陣中較大