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比热容又称比热容量,简称比热(specific heat),是单位质量物质的热容量,即是单位质量物体改变单位温度时的吸收或释放的内能.比热容是表示物质热性质的物理量.通常用符号c表示.
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甲醇-水多效精馏工艺研究
南京理工大学 硕士学位论文 甲醇-水多效精馏工艺研究 姓名：王艳 申请学位级别：硕士 专业：应用化学 指导教师：钟秦;杨德明
硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究摘要对甲醇．水的分离过程进行了分析，得出了汽化速率与加热功率的关系、汽化速率 与总板效率之间的关系以及回流比与塔顶产品纯度之间的关系。针对传统的甲醇．水分 离工艺存在的高能耗问题，本文提出了多效精馏分离甲醇．水的双塔、三塔和四塔流程。利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ化工模拟软件中的ＲＡＤＦＲＡＣ模块和ＷＩＬＳ．ＲＫ热力学计算模型。模拟计算了多效顺流和多效逆流分离甲醇。水的工况。以能耗最低为目标函数、各塔甲醇 的蒸出量为决策变量，确定了各种工况的最佳分离操作条件。利用该软件的优化设计模 块，通过改变塔的操作压力，模拟了多种工况的分离过程，由此确定了各塔的最佳精馏 操作压力，即各塔的压力分布。利用该软件的灵敏度分析模块，分析了回流比变化和加 料位置对产品分离纯度的影响，并确定了各分离塔的最佳操作回流比和加料位置。研究 结果表明，甲醇．水的分离过程采用三效逆流流程最佳。关键词：ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ，甲醇，水，多效精馏，模拟ＡｂｓｔｒａｃｔＳｅｐａｒａｔｉｏｎ ｐｒｏｃｅｓｓ ｆｏｒ ｍｅｔｈａｎｏｌ―ｗａｔｅｒ ｉｓ ａｎａｌｙｚｅｄ．Ｔｈｅ Ｒｅｌａｔｉｏｎ ｂｅｔｗｅｅｎ ｂｏｉｌ－ｕｐ ｒａｔｅ ａｎｄ ｈｅａｔｉｎｇ ｐｏｗｅｒ，ｒｅｌａｔｉｏｎ ｉｎｆｌｕｅｎｃｅ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏｏｎｂｅｔｗｅｅｎｂｏｉｌ－ｕｐ ｒａｔｅａｎｄｔｈｅｅｆｆｉｃｉｅｎｃｙｏｆ ｔｏｔａｌ ｃｏｌｕｍｎ ａｎｄｐｒｏｄｕｃｔ ｐｕｒｉｔｙ ｗａｓ ｅｓｔａｂｌｉｓｈｅｄ．Ｂｅｃａｕｓｅ ｏｆ ｔｈｅ ｈｉｇｈｅｎｅｒｇｙｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎｆｏｒｃｏｎｖｅｎｔｉｏｎａｌ ｍｅｔｈａｎｏｌ―ｗａｔｅｒｓｅｐａｒａｔｉｏｎ ｐｒｏｃｅｓｓ，Ｍｕｌｔｉ．ｅｆｆｅｃｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｆｏｕｒ－ｔｏｗｅｒ ｗｅｒｅ ｐｒｏｐｏｓｅｄ．Ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎｓ ｏｆｐｒｏｃｅｓｓｅｓ ｉｎｃｌｕｄｉｎｇｔｗｏ?ｔｏｗｅｒ、ｔｈｒｅｅ－ｔｏｗｅｒ ａｎｄｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔｍｕｌｔｉ?ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ａｎｄｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｗｅｒｅ ｐｅｒｆｏｒｍｅｄ ｂｙ ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ ｐｈｙｓｉｃａｌ ｐｒｏｐｅｒｔｙ ｓｅｔ ｗｅｒｅ ｕｓｅｄ，ａｎｄ ｔｈｅｏｎｓｏｆｔｗａｒｅ ｗｈｉｃｈ ＲＡＤＦＲＡＣ 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耗的问题，提出了多效精馏回收处理甲醇的工艺。 多效精馏作为一个新兴发展的节能工艺，它主要以低能耗、低品位热量利用和高热 力学效率引起了人们高度的重视，同时也顺应了当前社会经济发展中节能的需要。本文 首先对多效精馏与甲醇的回收作一概述，其次对前人所取得的研究成果进行系统的总结 与阐述，在此基础上进一步展望其未来的发展；同时，根据多效精馏的分离与节能机理，利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ模拟平台，提出了利用多效精馏工艺处理甲醇水溶液回收，预期达 到较好的节能效果。１．１甲醇精馏现状粗甲醇精制的精馏过程，传统上多采用由预塔和主塔构成的双塔流程，而且几乎均 为板式塔【孔。该工艺先在粗塔中将较甲醇轻的轻组分分离，然后甲醇和重组分进入主塔 精制，在其顶或顶部侧线取出产品甲醇，釜液排掉。 双塔精馏工艺比较简单，其核心设备就是预塔和主塔，亦即轻（组分）塔和重（组分） 塔。该工艺生产的产品纯度基本上能够达到９９．９％的工业甲醇国家标准。双塔精馏工艺 的主要优点是投资少、建设周期短、操作简单、见效快：主要缺点就是能耗高、产品质 量不是很好。作为一般要求的精甲醇质量，双塔精馏工艺装置已完全能够做到，但如果要达到国家从级标准（要求乙醇含量５８０×１∞，能够满足甲醇羰基化的技术指标要求的话，双塔工艺就达不到。鉴于对高品质、低乙醇甲醇产品的要求和节能的优势，又发展 出三塔双效精馏流程【¨】。双塔流程和三塔双效流程分别见图１．１和图１．２。１．概论硕士论文图１．１双塔流程示意图Ｆｉｇ １．１ Ｔｗｏ ｔｏｗｅｒ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ图１．２三塔双效流程示意图Ｆｉｇ １．２ Ｔｈｒｅｅ ｔｏｗｅｒ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ三塔双效精馏工艺是在双塔流程中增加了一个精馏塔和部分设备，其主要作用是将 加压塔底的釜液进一步提纯，进一步提高甲醇产品的纯度。两种流程的预塔作用相同， 生产中加压塔和常压塔同时采出精甲醇，加压塔顶的甲醇蒸汽不是去水冷器冷凝，而是 进入常压塔底再沸器，作为常压塔再沸器的热源，从而充分利用热量，达到节能的效果。 因此，加压塔和常压塔形成双效精馏。双效精馏与双效蒸发的原理相同，都是将前一效 的顶部出汽作为后一效的加热蒸汽，可以节省后一效的外加热源，也省去了前一效的冷 却水。为了保证常压塔底再沸器有必要的传热温差，双效的前一塔必须加压才能使其塔 顶出汽具有较高的温度，因此三塔双效精馏也称为三塔加压双效精馏。三塔双效精馏工 艺的主要优点是生产能力大、产品质量高、消耗低、节能效果突出【ｌｏＪ。１．２多效精馏的研究现状１．２．１多效精馏概述 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。精馏过程的节能基本上可从２硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究下列几方面着手【ｌｌ】：（１）精馏过程热能的充分利用；（２）减少精馏过程本身对能量的需要； （３）提高精馏系统的热力学效率；（４）采用混合分离系统。多效精馏作为一个新兴发展的节能工艺，它主要以低能耗，低品位热量利用和高热 力学效率引起了人们的高度重视。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。在发达工业国家，多效精馏已成为一种规范性节能系统广泛应用于工业生产 中。多效精馏能耗低、节能效果好，已经在生产中得到应用的多效精馏工艺，效数不多， 设备较少，工艺不复杂，其应用范围也比较广泛。在多效精馏中最普通的是三效精馏。 三效精馏技术在国外已日臻成熟，其节能效果已为实践所证实。 多效精馏系统由若干压力不同的精馏塔构成。以多塔代替单塔，且根据塔压由高到 低的顺序排列，整个系统只有第一个塔的再沸器由外界直接供能。为了充分利用能源， 依次用高压塔的塔顶蒸汽作为相邻低压塔再沸器的热源，也就是说，除压力最低的塔之 外，其余各塔塔顶蒸汽的冷凝热均被精馏系统自身收回利用，从而使整个精馏过程的能耗大为降低。 多效精馏的节能效果ｒｌ与效数Ｎ的关系为：ｒｌ＝Ｎ／（Ｎ．１）由该式可知，效数越多则节能效果越明显，单效改为双效可节能５０％，双效到三效Ｔｌ增加１７％．三效到四效ｒＩ仅增加了８％【１２】。据文献报道，多效精馏节能研究很早就开始了，Ｔｙｒｅｕｓ和ＬｕｙｂｅｎＪ”】在１９７５年研 究了多效精馏的节能情况，并在１９７６年探讨了其控制问题【１４】；Ｃｈｉａｎｇ和Ｌｕｙｂ雠ｃｆｌ５１在 １９８７年研究了双塔精馏的节能情况；Ａ．Ｈ．Ａ１．Ｅｌｇ和ｐａｌａｚｏｇｌｕ［１６】在１９８９年建立了高纯度 双效精馏塔的动态模型来研究环干扰以及多环ＰＩ控制器上模型的影响；Ｊ．Ｐｏｈｌｍｅｉｅｒ和 Ａ．Ｒｉｘ［ｒ７】于１９９６年提出了双塔精馏设备和控制交互设计；同年Ｍｙｕｎｇｗａｎ Ｈａｎ和ｓｕｎｗｎ Ｐａｒｋ［１８】提出了双塔精馏的多变量控制；１９９９年Ｋｕｍａｒ Ｓａｎｊｅｅｖ和Ｇ．Ｎ．Ｔｉｗａｒｉ［１９】建立了一 个理论模型用来预计双效精馏塔的日产量。可见，多效精馏节能技术具有很高的开发和 利用价值【２眦¨。 多效精馏的工艺流程根据加热蒸汽和物料的流向不同，通常分为平流、顺流和逆流 三种；按照效数可分为两效、三效等。近几年来，为了提高节能效果或降低设备费用， 还提出了一些新的工艺流程。当前，多效精馏中应用最多的是三效，其次是两效，四效 极少。与普通精馏相比，多效精馏可以大幅度降低水蒸气消耗量。如果分离某一物系， 可以采用几种精馏工艺时，多效精馏的能耗一般也比其它精馏工艺低，多效精馏不仅可 以降低水蒸气的消耗量，而且还能减少冷却水用量和耗电量，提高热力学效率。 多效精馏的节能效果受许多因素的影响，其中主要是被分离物系的性质，易挥发组 分的含量、效数以及工艺流程等。随效数增加，能耗降低，但效数越多，塔数越多，设３１．概论硕士论文备费用大量增加。而且效数越多，每增加一效的节能效果也越来越低，因此，实际应用 过程中，也不能采用过多的效数。 １．２．２多效精馏的工业应用 １．２．２．１多效精馏分离乙醇一水溶液 Ｂｌａｃｋｔ２２】处理６．４％乙醇的原料。采用六塔系的普通精馏法，能耗２６６００ＫＪ／Ｋｇ无水 乙醇；Ｄｏｕｇｌａｓ和Ｆｅｉｎｂｅｒｇ［２３】用乙醚作共沸剂，采用能量偶合的共沸精馏体系，能耗 ６０００ＫＪ／Ｋｇ无水乙醇；ＬｅｅｐｅｒＷａｎｋａｔｔ２４】用汽油作萃取剂，从近共沸物中萃取乙醇； Ｚｕｄｋｅ．ｖｉｔｃｈ等人【２５１采用各种疏水性酚类于萃取精馏过程己申清专利；Ｌｙｎｄ和Ｇｒｅｔｈｌｅｉｎｔ２６】 采用压缩蒸汽来降低能耗，并用醋酸钾作萃取剂；Ｌｅｅ和Ｐａｈｈ［２７】筛选出不同的亲水性 醇类作萃取剂。其中Ｓｃｏｔｔ等人【２８】采用的多效萃取精馏法分离制取无水乙醇和Ｈｕｔａ－ｈａｅａｎ 等人【２９１采用的热偶合共沸精馏法，节能效果均较显著，各效能耗比较如１．１所列。表１．１多效精馏能耗比较Ｔａｂｌｅ １．１ Ｅｎｅｒｇｙ ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ ｍｕｌｔｉ－ｅｆｆｅｃｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ从表１．１可以看出，在相同的效数下，随着原料浓度增加，节能效果随之增加。在 相同的原料浓度下，随着效数增加，节能效果也随之增加。当原料浓度为６％，效数为 ３时，最多可节约能耗５６．８％。因此可以确定最佳工艺为三效精馏，原料浓度为１０％。 １．２．２．２多效精馏处理水一醋酸物系 在同等条件下，双效精馏塔与常规单塔处理水．醋酸物系的能耗比结较果如表１．２所列。Ｔａｂｌｅ １．２表１．２双效精馏与常规单塔精馏的能耗费用比结 Ｅｎｅｒｇｙ ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ ｍｏｎｏ－ｅｆｆｅｃｔ ａｎｄ ｍｕｌｔｉ－ｅｆｆｅｃｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ４硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究根据表１．２可以看出，与常规单塔相比，双效精馏冷却水费用节约为３３．２％，加热 蒸汽用量节约为４２．９％，虽然设备费用增加了１８０．１％，但年总费用节约为３６．２２％【３０１。 １．２．２．３多效精馏在海水淡化中的应用 多效精馏工业应用大多在海水淡化领域，国内外对此研究比较多，并且由 ＬａＳａｐｉｃｎｚａ［３ｑ大学的机械航空工程系建立了多效精馏除盐装置的热力学效率分析和热经 济分析模型，该模型适用于大多数多效精馏，能够精确的应用于工程计算，确定工程中 的能耗分配，以达到最低能耗和最优化工艺流程的目的。美国的南加州正在计划建设日 产淡水２８．４万吨的多效蒸馏海水淡化工程ｆ３粥３１，海水淡化的目标成本为０．４９ＵＳ￥／ｍ２。 西西里于１９９５就建成了１５效海水淡化大型装置【划，该装置分为四个部分，每个部分淡 水产量为９０００ｍ３／ｄ；另外，早在１９８２年国外学者就已经建立了膜精馏模型和装置用于海水淡化【３５】。国内对多效精馏应用于海水淡化技术也有很多研究，并且已经工业化，河北省秦皇 岛市问世的国内首台百吨级低温多效海水淡化装置，目前已正式投入生产。由秦皇岛新源 水工业有限公司自主开发研制的“ＭＥＤＶⅢ新型低温多效海水淡化装置’’．从原材料到配 套件全部实现国产化，其产品工艺与结构设计方案为国内首创，已获得国家发明专利，是 我国首台具有自主知识产权的百吨级低温多效海水淡化装置【３６１。其淡化工艺是当前国际 上蒸馏淡化的主要方法，主要利用低温热源通过对海水多次蒸发和冷凝过程，制取淡化 纯净水，目前国际上只有以色列、法国等少数国家具有这项技术。还有，中国最大的海 水淡化厂在天津滨海新区的大港区奠基，规模为日产淡化水１５万吨【３刀。该海水淡化厂 将选用双膜系统作为核心技术，采用国际最先进的反渗透膜及能源回收系统，以保证节 省海水淡化所需的能源，并提高水的回收率。从这一点来看，我国在多效精馏应用于海 水淡化方面研究是比较先进的，由于海水淡化耗能相当的大，一般的精馏操作远不能达到节能效果，只有通过低温多效精馏才能完成，在提高淡水质量的同时，也解决了节能一项重大难题。可见多效精馏节能相当明显，应该在相应的工业领域推广使用，顺应节 能理念。下表为某海水淡化不同处理工艺的能耗和费用比较。１．３ ＡＳＰＥＮＡＳＰＥＮＰＬＵＳ软件ＰＬＵＳ是一通用的化工过程模拟、优化和设计软件，能够准确的计算物料平衡、热量平衡、相平衡、及反应动力学等。ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ提供了大量的物性数据、严格 的热力学估算模型库和丰富的过程单元模型库，可用于各类过程工业流程的模拟。在提５Ｉ．概论硕士论文供可靠的热力学数据流程操作参数和准确的设备模型的情况下，ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ可用于工 厂实际生产流程的模拟与优化。在ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ提供的通用过程单元模型不能满足用户需求时，用户可利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ提供的用户扩展接口将自定义的过程单元模型添加到系统中，在ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ系统框架中使用。用户扩接口赋予ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ极大的 扩展能力，同时有助于保护用户已有的开发成果。ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ支持Ｆｏｒｔｒａｎ用户模型、Ｅｘｃｅｌ用户模型、基于ＣＡＰＥ―ＯＰＥＮ ＣＯＭ技术的用户模型及由建模工具导入４种用户定义模型开发方式【３８。３９】。ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ是由美国ＡＳＰＥＮＴＥＣＨ ＩＮＣ于１９８１年推出的一 套通用型流程模拟软件。其主要功能特点是：（１）具有开放式结构，用户可任意选用、任意组合单无过程模块以模拟不同的工艺流程；组份数目、物流数目、塔板数目及循环回路等不受限制。 （２）具有广泛全面的单元过程模块，包括：混合和分离、闪蒸和加热、精馏、反 应、泵和压缩机、管路压降、结晶、固体、生化和聚合等。（３）具有丰富最新的物性数据（几乎每年更新物性数据库）。ＲＥＬＥＡＳＥ９２提供近５０００种组份包括２０００种固体和９００种高子物性数据，３７０００对双参数物性数据和１ ６００ 对可溶溶剂的ＨＥＮＲＹ常数，并具有物性常数估算和数据回归系统。 （４）包含多种运行类型；流程模拟ＦＬＯＷＳＨＥＥＴ ＳＩＭＵＬＡＴＩＯＮ；物性估算ＰＲＯＰＥＲ，ｒＹＣＯＮＳＴＡＮＴＥＳＴＩＭＡＴＩＯＮ；物性表生成ＰＲＯＰＥＲｌⅣＴＡＢＬＥＤＡＴＡ ＡＮＡＬＹＳＩＣＧＥＮＥＲＡＴＩＯＮ；石油馏份物性数据分析估算ＡＳＳＡＹＰＣＳ；物性库扩充ＰＲＯＰＥＲＴＩＥＳ ＰＬＵＳ；经济成本分析ＣＯＳＴＩＮＧ ＯＮＬＹ；物性数据回归ＰＲＯＰＥＲＴＹＤＡＴＡＲＥＧＲＥＳＳＩＯＮ等。（５）具有智能化图形窗口输入输出系统、超文本在线帮助系统、典型丰富的应用例于库、完备的文档系统以及与ＣＡＤ软件ＡＵＴＯＣＡＤ、电子表格ＥＸＣＥＬ、流程动态模 拟软件ＳＰＥＥＤＵＰ及换热网络设计软件ＡＤＶＥＮＴ、ＨＴＲＩ、ＨＴＩＳ和ＢＪＡＣ等的良好接口。（６）通过ＶｉｒｔｕａｌＤｅｖｉｃｅＤｒｉｖｅｒ技术，ＲＥＬＥＡＳＥ９２能作为ＤＯＳ应用程序在Ｗｉｎｄｏｗｓ９５与ＷｉｎｄＯＷ￥３ｘ操作系统下运行，其ＣＤ ＲＯＭ版使用户维护与安装更快捷更 方便。 经过十多年的不断扩充与完善，它的用户己遍及世界各地，成为当今公认的流程模 拟软件代表。它已经被广泛地应用于石油化工、气体加工、煤炭、医药、冶金、环境保 护、动力、节能以及食品加工等诸多行业【４Ｈ刀。 化工流程模拟是借助计算机求解整个化工过程生产的数据模型，得到有关化工过程 信息。流程模拟意为输入有关化工过程的流程水平上的信息，进行有益于化工过程开发、 设计和操作分析。流程水平上的信息包括：６硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究（１）组成流程的所有单元设备规定，即设备的结构和操作参数（如精馏塔的理论 板数、换热器的面积），也可以是关于设备功能的要求（如组分的回收率、反应的转化率）。（２）有关流程拓扑的规定，即各单元设备之间连接方式，包括所有的物流和能流。 （３）过程所涉及物质性质，包括热力学性质、传递性质及化学反应性质。 目前在流程模拟领域得到普遍应用的主要是流程的稳态模拟，内容包括： （１）物料和能量核算、设备尺寸和费用计算及过程的经济评价。 （２）物料和能量核算就是利用上述有关流程的信息，确定所有中间物流和产品物 流的组成、流率、温度、压力及各单元设备性能参数。 （３）设备尺寸计算是根据物料和能量衡算结果，再补充有关设备尺寸计算数据（如 热交换器的污垢系数、塔板效率等），确定设各的结构尺寸。 （４）费用计算包括设备费用和操作费用的计算。设备费用计算根据设备尺寸计算 的结果和有关单价确定设备制造费和投资。操作费用则根据物料和能量衡算以确定水、 电、汽的消耗。１．４课题的研究现状与发展趋势目前在合成甲醇工业中，广泛采用的精制工艺有二塔精馏工艺及三塔双效精馏工艺，其比较见表１．３。．嚣表１．３精馏与三塔双效精馏工艺比较Ｔａｂｌｅ １．３ Ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ ｔｗｏ ｃｏｌｕｍｎｓ ａｎｄｔｗｏ－ｅｆｆｅｃｔｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ通过表１．３对两种精馏工艺比较可以看出，相对于双塔精馏，三塔双效精馏工艺较 复杂，处理能力大，产品质量高，并且随着生产规模的增加，运行费用明显降低。近年７１．概论硕士论文来，三塔双效精馏工艺因其节能的特点尤其受到重视，应用日益增加Ｈ删。国内同类型甲醇厂如大庆甲醇厂、哈尔滨气化厂、鲁南化肥厂等甲醇装置均采用三塔双效精馏工艺。 三塔双效是未来甲醇精馏的发展趋势，它不仅能为企业降低能耗，降低成本，增加效益， 还能响应国家节能减排的号召，推进经济结构调整，转变增长方式，为建设资源节约型、 环境友好型社会做贡献。１．５本课题拟解决的问题在合成甲醇工业生产过程中，甲醇的精制一般采用精馏操作，它是决定甲醇产品质 量的重要工序。由于精馏过程复杂，操作变量多，关联大，对于实际工业现场应用的精 馏塔而言，很难通过实验方法获得塔的最佳操作点，因此大多数企业在精馏塔操作时仅 考虑产品的质量，而较少考虑能否实现塔的最小能耗操作。实际上，精馏过程是一高能 耗过程，在典型的石油化工厂，精馏过程的能耗占总能耗的４０％左右。因此，甲醇精制 工序的能耗是影响甲醇生产成本的关键因素之一，如果在精馏过程中采取措施，充分利 用能量，降低精馏操作的能耗，生产过程的成本将大幅度下降，给化工生产带来巨大的 经济效益，并大大提高其市场竞争力，三塔双效就是在这样的形势下出现的。三塔双效 精馏工艺分别采用预精馏塔、加压精馏塔和常压精馏塔，其中加压精馏塔顶蒸汽冷凝放 出的热量用作常压精馏塔塔釜再沸器加热以实现双效，从目前国内三塔双效精馏的运行 情况来看，其能耗下降的幅度较大。 从多效精馏的原理来看，随着效数的增加，精馏的能耗应该是逐渐降低的，也就是 说操作费用会降低，但是所需设备会增多，相应的设备投资会加大，总费用是操作费和 设备费之和，它肯定有一个适宜的值，在操作费和设备费之间找到一个切点。 本文的研究目的在于对甲醇一水多效精馏进行模拟，计算出不同效数下的能耗以及 设备投资，期望找出一个比三塔双效更适宜的效数，在此效数下总费用最低，为甲醇． 水分离多效精馏工艺的应用提供相应的理论基础数据，为甲醇的精制提供一条低能耗、 低成本的新型分离技术路线。本次研究的技术关键在于确定各塔操作压力以及各塔塔顶 出料量，实现多效精馏能量、传热温差（塔压分布）的匹配，确保前塔塔顶蒸汽冷凝放 出的热量足够后塔塔釜再沸之用，从而真正实现多效精馏中只有第一个塔需要热量的提 供，而其余各塔热量均来自于前塔塔顶热量套用。另外，本文还将研究不同浓度甲醇一 水体系的多效精馏，计算浓度对多效精馏能耗的影响。本文借助于ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ化工 模拟软件，系统的研究了多效精馏用于甲醇一水分离的各种工况，对提出的各种工艺进 行模拟计算，确定不同效数下的最佳操作工艺参数，根据计算结果得到各种方案的能耗 和设备投资，从中筛选出能耗较低，总费用最低的最佳工艺路线。８碰十论女■醇．水多散精馏Ｉ艺研究２．实验部分本实验采用联机控制精馏塔进行分离甲醇－水体系，该装置由塔设备和两个控制器 组成，通过改变精馏回流比对整个分离过程进行优化。２．１实验装置联机控制精馏塔由英国Ａｎｎｆｉｅｌｄ公司生产，整个装置高２ ２５ｍ，精馏塔板型为筛板塔 含有八块塔板，每块扳含有１２４个筛孔，筛孔直径为０．１ｃｍ，板问距为６ ６ｃｍ，堰高０ ５ｃｍ 塔径５ Ｏｃｍ。进料泵为蠕动泵．流ｔｑｖ＝Ｏ ９×ｎ，＂为泵的转速，转／ｍｉｎ，ｑｖ为泵的流量， ｍＬ／ｍｉｎ，０．９为换算系数。塔主体部分见图２ １，流程示意图见图２ ２所示。２宴№部＊顸Ｊ＿论文，苹】段剂计带管；２，Ｕ形管压蓐汁；３，液似传赙器：４，再沸器：５，持凝器：６，倾注器；７，同流控制阀 ８，轱ｒ流量计；９，塔顶样品取样阎：１０，馏出液贮罐：１ ｌ，进料泵；１２，进料罐； １ ３，换热器；１４，塔底产品贮罐．ｔ５．踱璃塔体 图２．１实验装置图Ｆｉ９２．ＩＥｘｐｅｒｉｍｅｎｔａｌｉｎｓｔａｌｌａｔｉｏｎ ｐｉｃｔｕｒｅ图２．２实验流程示意图Ｆｉｇ ２．２ＥｘｐｅｒｉｍｅｎｔａｌｉｎｓｈＨａｆｉｏｎ ｄｉａｇｒａｍｍａｔｉｅ ｄｒａｗｉｎｇ该装置除了塔主体部分外，还配置了ＰＬＣ控制器（见图２ ３）和ＵＯＰ３ＣＣ控制面板 （见图２．４）。ＰＬＣ控制器通过插线与Ｆ面的控制面板相连，可通过电脑编程来调节控 制精馏操作参数。而控制面板可以对精馏塔进行电源开关、控制模式转换、显示、参数调节等操作。图２．３ＰＬＣ控制器Ｆｉｇ ２．３ ＰＬＣ Ｃｏｎｔｒｏｌｌｅｒ目±＊ｉ十醇．水多艘精馏工艺研究ｌ，控制面扳电源开芙： ２，回流、加热、进料电源开关和指示灯； ３，手动控制、ＦＯ控制，ＰＬＣ控制转换开关： ４，与上部ＰＬＣ控制器相连接的插口： ５，加热功率、进料泵转速手动调节旋钮：◆图２．４ ＵＯＰ３ＣＣ控制面板Ｆｉｇ ２．４ＵＯＰ３ＣＣ ｃｏｎｔｒｏｌ ｐａｎｅｌ６，同流比、加热功率、ｎ至几温度数字显示器； ７，温度转换旋钮，上面两个旋钮崩来选择要显示的温度，ｒ面两个刚米选择Ｊ｝Ｊ ＰＬＣ控制的温度２．２实验试剂实验所用的主要试剂如表所示。Ｔａｂｋ表２．２主要试剂的规格及其生产产家 ２．２Ｍａｉｎ ｒｅａｇｅｎｔｓ ｓｐｅｃｉｆｉｃａｔｉｏｎｓ ａｎｄｍａｎｕｆａｃｔｕｒｅｒｓ２．３分析方法采用岛津色谱ＧＣ．２０１０气相色谱分析甲醇．水混合物，按校正面积归一化法或内标法进行计算。２．实验部分硕士论文２．４分析条件热导检测器；色谱柱；柱温１５０＂（２；进样器温度１５０＊Ｃ；检测器温度１５０。Ｃ；桥流１８０。２．５校正因子的计算准确取一定量的甲醇、水，配成标准混合溶液，两者物质的量百分数分别为Ｐｌ、Ｐ２，进样０．２ｐＬ，进行色谱分析，用色谱处理软件计算相应面积Ａｌ、Ａ２，以甲醇为标准（校正 因子ｔ＂１－－１），据公式（２．５）求校正因子龟。只２盘川溉２．６精馏操作步骤器中，确定再沸器顶部的加料盖密闭。（２）配置１．４ｋｇ ８０％ｗｔ的甲醇．水溶液作为进料原料备用。（２．５）（１）配置７ｋｇ ３０％ｗｔ的甲醇．水溶液，从塔釜进料口直接将料液一次性加入到再沸（３）确保所有设备上的阀门都处于关闭状态，打开回流管上的阀门Ｖ１０。 （４）打开控制板的电源开关和再沸器、回流电磁阀电源开关。将控制转换开关全部打在Ｉ／Ｏ ＰＯＲＴ处，即使用计算机控制。。 （５）打开阀门Ｖ５使冷却水通过冷凝器。（６）在电脑软件的加热功率处输入最大加热功率的百分数，具体功率数值在控制面 板的功率数字显示器上或ＵＯＰ３ＣＣＤｉｓｔｉｌａｔｉｏｎＣｏｌｕｍｎ软件窗体中有显示（本加热器的最大加热功率在１．５５ｋＷ左右），再沸器开始加热。（７）装置中各处的温度变化可以通过温度控制面扳的Ｔ９显示来观察到。沸腾后，蒸 汽将随着塔体上升，该现象可以通过转换Ｔ１至Ｔ８在控制面扳的显示温度的变化来获得， 或ＵＯＰ３ＣＣ精馏塔软件（见图２．５）中有显示。 （８）在打开回流阀之前，先将回流比设定在全回流，当设定完成后在控制面板中打开回流阀。（９）在第五块板进料，在全回流下工作１５至１Ｊ３０分钟后，同时打开进料和回流阀。 控制进料速率，用塔釜出料提供的热量预热进料，使之达到不同的进料热状态。待进入 塔体的物料显著增加后，上升蒸气和收集器中的馏出液亦增加。 （１０）进料大约３Ｌ后，通过阀门Ｖ３取样，操作时应小心，不要将冷凝液回流管内 的液体排空，应部分打开阀门Ｖ３从回流系统中缓慢排出冷凝液，并始终保持回流管中留 有少量液体。一般，在取样前先排出大约５ｍＬ至ｔＪｌＯｍＬ的前馏分，但不能排放太多，以免１２顶十论文■醉＋水多教精馏Ｉ艺研究破坏平衡。将前馏分倒入回收瓶，取样后将取样瓶竖直放置，不宜颠倒，因为样品可能会气化。（１１）用岛津色谱分析出塔顶的组成，最好在相同时间内以相同方法测量通过阀门 Ｖ２所取得的塔底样品，用岛津色谱分析出塔底的组成。 （１２）实验结束后，停止加热（ＰＷＲ＝０），关闭凹流电磁阀（设置ｏｆｆ状态），关 闭进料泵（Ｆ＝０），软件，关闭计算机以及控制面板电源。无冷凝液产生后关闭冷却水阀门。ｍ Ｄ＃ｑ§ｔ｝、ｅ■圈嗣冒ｉｌｌｇ １０屯ｅ＾｝Ｉ尊ｏ’ｘ。］口 ｍｆ日ｉｉ―Ｅ＾自”∞¨㈣Ⅻｍ№；Ｔ１０日ｉｒ咂：导ＴＢＥｒＦ―１Ｔ９■『ｏＭ图２．５ＵＯＰ３ＣＣ糟馏塔软件界面Ｆ虹２５ＵＯＦ３ＣＣＤｉｓｔｔｌｌａｔｉｏｎ ｃｏｌｕｎｍ ｓｏｆｔｗａｎｉｎｔｅｒｒａｃｅ２．７实验结果２．７．１汽化速率与加热功率的关系 汽化速率对精馏操作非常重要，在精馏操作前一般需要找出合适的汽化速率。如果 汽化速率很小，则部分液体会从筛孔直接落下，形成漏液现象。如果汽化速率较小，则 上升蒸汽量较少，通过筛板的气流断裂成气泡在板上液层中浮升，塔板上两相呈鼓泡接 触状态。此时，塔板上存在大量的清波，气泡数量不多，板上液层表面十分清晰。由于 气泡数量较少，在液层内部气泡『白Ｊ很少合并，只有在液层表面附近气泡才相互合并成较 大气泡井随之破裂。此时，气泡表面的湍动程度较小，传质阻力较大。 如果汽化速率太大，易造成与液体主流方向相反的液体流动（即液沫夹带）以及与 气体丰流方向相反的气体流动（即气泡夹带）。对于一定量的液体流量，气速越大，夹 带量也越大，液层越厚．液层厚度的增加对夹带量的影响越显著。冈此．当气速增至某１３２．实验部分硕士论文一定数量时，踏板上必将出现恶性循环，板上液层不断地增厚而不能达到平衡。最终， 液体将充满全塔，并随气体从塔顶溢出。 本实验在全回流操作时，考察了汽化速率与精馏塔加热功率的关系见图２．６，从而确 定合适的加热功率和气化率。５４３２＾Ｉ 厂１）／２窭Ａ；－Ｉ 。叠１Ｏ ０．０ ０．２ ０．４ ０．６ ０．８ １．０ １．２ｈｅａｔｉｎｇ ｐｏｗｅｒ／ｋＷ图２．６汽化速率与加热功率的关系Ｆｉｇ ２．６ Ｒｅｌａｔｉｏｎ ｂｅｔｗｅｅｎ ｂｏｉｌ－ｕｐ ｒａｔｅ ａｎｄ ｈｅａｔｉｎｇ ｐｏｗｅｒ从图２．６可以看出，随着加热功率的增加，气化率也逐渐增加。根据实验操作过程 中对塔内筛板上的状态观察可以发现：当加热功率小于０．４ｋＷ时，塔内基本没有鼓泡现 象发生；当加热功率在０．４－０．７ｋＷ时，塔内局部鼓泡，汽液两相接触不充分。而当加热功 率达到０．８ｋＷ时，汽液两相接触效果非常好，呈现出喷射接触状态，为混合物中甲醇和 水两组分创造了良好的汽液两相之间的传热和传质条件。 ２．７．２回流比与塔顶产品纯度之间的关系 从回流比的定义来看，回流比可以在零与无穷大之间变化，前者对应于无回流，后 者对应于全回流，对指定的分离要求，增大回流比可显著降低塔板数，但塔釜热负荷和 塔顶冷负荷也将随之增加，且所对应的塔顶冷凝器和塔釜再沸器的传热面积也将增大， 所以要选择合适的回流比。一般可以根据分离体系、产品纯度、进料组成以及进料热状 态求解出最小回流比，再选取正常操作合适的回流比，本实验考察了不同回流比操作条 件下的塔顶产品纯度，结果见图２．７。１４硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究Ｏ．９９５Ｏ．９９００．∞５軎ｏ．９８０基兰０．９７５ 口量Ｏ．９７０ Ｏ．９６５０．９６０图２．７回流比对产品纯度的影响Ｆｉｇ ２．７ Ｉｎｆｌｕｅｎｃｅ ｏｆ Ｒｅｆｌｕｘ ＲａｔｉｏｏｎＰｒｏｄｕｃｔ Ｐｕｒｉｔｙ从图２．７可以看出，随着回流比的增加，塔顶甲醇的纯度也随之增加。在回流比为 ０．５时，甲醇纯度达到０．９６３５；当增大到３时，甲醇纯度增加至０．９９０３，变化幅度较大； 当回流比大于５后，产品纯度变化幅度较小。本实验回流比为１４时产品纯度达到９９．４％， 这一点与实验所采用的塔有很大关系，从理论上来讲，只有塔板数足够，才能调节回流 比，达到很高的塔顶产品浓度；如果塔板数不足，则无论回流比多大，也不一定能达到 很高的塔顶产品纯度。该实验装置只有８块筛板，存在着板数不足的情况。 从产品纯度以及设备费用角度出发，增加回流比是有利的，但是仅仅增加回流比不 一定可行且增加到一定程度后产品纯度的变化幅度逐渐减小，另外，在高回流比意味着 塔内汽液两相的循环量增大，使塔顶冷凝器的冷负荷以及塔釜的热负荷亦随着增加，导 致操作费用增加，所以在实际生产中必须控制适宜的回流比，不能盲目增加。 ２．７．３全塔效率计算结果 板效率是指实际塔板的分离能力与理论塔板分离能力的比值。有关板效率的定义通 常有三种：点效率、默弗里板效率以及全塔效率，精馏塔在实际运行中，由于气液相传 质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，实际塔板的分离 能力总是低于理想化的理论塔板，故板效率的值通常小于ｌ，所以在确定实际塔板数量 时，必须考虑板效率。影响板效率的因素非常多，如塔径、板间距、堰高、堰长、降液 管尺寸以及塔板的开孔率等。全塔效率是板式塔分离性能的综合度量，它不单与影响点 效率、默弗里板效率的各种因素有关，而且把组成对板效率的变化亦包括在内，但是所 有这些因素与全塔效率的关系难以搞清，因此，关于全塔效率的可靠数据只能通过实验１５２．实验部分硕士论文测定获得。故本实验研究了回流比为２，不同加热功率时的全塔效率，以期对ＡＳＰＥＮ 模拟，计算塔高等参数提供可靠的数据。∞ ∞ ∞述口加 ∞ 暑； ∞ ∞ ∞∞０ ２ ３量 吾葚窘％分童ｃ，ｌ置ｏｂｏｉｌ－ｕｐ ｒａｔｅ／（Ｌ／ｈ）图２．８汽化速率与全塔效率之间的关系Ｆｉｇ ２．８ Ｒｅｌａｔｉｏｎ ｂｅｔｗｅｅｎ ｂｏｉｌ－ｕｐ ｒａｔｅ ａｎｄｅｆｆｉｃｉｅｎｃｙｏｆ ｔｏｔａｌ ｃｏｌｕｍｎ从图２．８可以看出，在回流比为２的操作条件下，总板效率随气化率的变化呈现波 动状态，基本无明显规律可言，主要分布在６０．８０％之间。结合汽化速率与加热功率的 关系、塔板汽液两相接触状态以及板效率的实际情况，选择气化率在２．４１，即加热功率 在Ｏ．８ｋＷ。 结论如下： （１）在实际板数一定的情况下，改变加热功率，可以改变筛板上汽液两相的接触 方式，当加热功率为０．８ｋＷ时，汽液两相呈现良好的喷射接触状态，为汽液两相之间进 行传热、传质提供了良好的条件。 （２）随着回流比的增加，塔顶甲醇的纯度也随之增加。当回流比大于５后，产品 纯度变化幅度较小。在回流比为１４时，塔顶甲醇纯度达到９９．４％，这与实验所采用的 塔有很大关系，该实验装置只有８块筛板，存在着板数不足的情况。 实验过程中发现，塔顶的蒸汽全部用冷却水冷凝，一方面消耗了较多的水资源，另 外一方面浪费了大量的蒸汽冷凝冷却所放出的潜热和显热，从能源方面来讲存在着极大 的浪费。如果能将塔顶蒸汽所放出的热量充分利用，则可以节约大量的热量以及水资源， 而多效精馏则可以很好地做到这一点。鉴于实验室无法搭建双塔、三塔以及四塔的顺流、 逆流工艺装置，所以双塔、三塔以及四塔工艺流程均采用ＡＳＰＥＮ 计算，并同时模拟计算单塔流程与实验数据相比较。ＰＬＵＳ２００６进行模拟１６硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺模拟多效顺流精馏的工艺模拟主要分以下几个部分，首先是利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ软件建 立多塔精馏体系的ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ模拟模型。其次根据甲醇水二元体系的特征，选用ＡＳＰＥＮＰＬＵＳ软件中的ＲＡＤＦＲＡＣ模块和ＷＩＬＳ．ＲＫ热力学计算模型进行模拟和优化计算，对每个塔的操作压力、操作温度进行调整分配，确定每个塔的塔顶蒸汽采出量和回 流量，最后根据计算结果，通过数据分析，对不同工艺方案的能耗、热力学效率等进行 比较，以确定最佳的操作工艺流程。３．１甲醇．水体系多效顺流精馏的方案先对分离物系进行分析，确定基本的分离方案。然后再对所有的工艺做大致的模拟 计算得到各工艺的塔板数、加料板、压力、回流比等基本操作参数。 在传统的单塔精馏过程中，精馏塔的作用就是在塔底施加足够的热量，使甲醇从水 中完全蒸发出来，而在塔顶冷凝得到精甲醇产品。在本文的研究过程中，我们提出了双 塔、三塔和四塔多效顺流分离流程，由于四塔以上的流程设备投资加大，难以工业化， 因此对四塔以上的流程不作研究。 这一流程的设计和操作的关键在于适当确定加压塔的操作压力，从而使得高压塔塔 顶蒸出的甲醇气作为相邻低压塔塔底再沸器的热源，使得整个甲醇与水分离过程只需要 在高压塔底部从外部输入热量，而在低压塔底部不需要从外部引进热量。从设备的角度 上看，高压塔塔顶的冷凝器即为低压塔塔底的再沸器。 ３．１．１单塔工艺利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ模拟单塔工艺流程，主要用于和多效精馏工艺流程的比较。由于该流程只有一个塔，因此必须将甲醇全部由塔顶蒸出，水作为重组分经塔底采出。单 塔模拟计算的条件是：甲醇．水体系的纯度和回收率与必须与多塔工艺流程保持一致， 便于与多塔工艺进行能耗和费用等比较。单塔精馏工艺见图３．１。 ３．１．２双塔顺流工艺 相对于单塔精馏工艺，双塔顺流工艺有了较大的改进。由于塔顶蒸汽的冷凝潜热被 自身分离体系循环利用，理论上是大大降低了能耗和冷却水用量。双塔顺流工艺中第一 个塔顶水蒸气的冷凝潜热须满足第二个塔的再沸器热负荷，同时须满足传热温差；因此 需要通过ＡＳＰＥＮ不断调节第一个塔顶水蒸气的蒸发量和温度（塔压），最终找到平衡 点，满足设计要求。双塔顺流工艺见图３．２。１７３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕上论文ＶＦＶｏＷＦｉｇ ３．１图３．１单塔精馏工艺 Ｍｏｎｏ－ｔｏｗｅｒ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎＤ２ ｌｒＶＯ图３．２双塔顺流工艺Ｆｉｇ ３．２ Ｔｗｏ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ３．１．３三塔顺流工艺 在三塔顺流精馏工艺中，其节能原理与双塔顺流精馏工艺～样，主要任务就是在保 证甲醇产品质量的前提下，通过ＡＳＰＥＮ反复计算，在三个塔的塔顶水蒸气蒸发量和温 度（压力）之间找一个平衡点，完成能量传递，满足设计要求。三塔顺流工艺见图３．３。Ｆｖｏ图３．３三塔顺流工艺Ｆｉｇ ３．３ Ｔｈｒｅｅ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ３．１．４四塔顺流工艺 四塔顺流工艺中，同样通过ＡＳＰＥＮ计算寻找一个平衡点满足四塔之间的能量传递。由于塔的数量增加，各塔顶甲醇蒸气的蒸发量比三塔和双塔的蒸发量要少，甲醇的产品要达到一定的纯度和回收率，必须严格控制塔顶甲醇的蒸发量。四塔顺流工艺见图３．４。１８硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究，％图３．４四塔顺流工艺Ｆｉｇ ３．４ Ｆｏｕｒ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ３．２多效顺流精馏模拟数学模型利用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ软件分别对上述工艺流程建立模型并进行优化计算，确定每个工艺流程的最佳操作参数，包括塔压、回流比Ｒ、塔顶产品采出量Ｄ、进料位置及塔径 等。另外，通过能量衡算确定各个工艺流程的能耗，通过与单塔工艺流程对照比较确定 最佳操作工艺流程。 ３．２．１单塔精馏的ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ计算模型 建立数学模型的基础是各塔板物料衡算、热量衡算和相平衡计算。第Ｊ块塔板气液平衡图见图３．５。．３阻ｌ班．ｊ＋ｌ图３．５第Ｊ块塔板气液平衡图Ｆｉｇ ３．５ Ｖａｐｏｒ－Ｌｉｑｕｉｄ ｅｑｕｉｌｉｂｒｉｕｍ ｏｆ Ｓｔａｇｅ－Ｊ本文中的单塔数学模型采用全变量迭代法（纳夫塔列一山德荷姆算法），它将塔中全部独立变量作为迭代变量，对精馏塔的数学模型联列求解。３．２．１．１ＭＥＳＨ方程全变量迭代法选择的迭代变量为乃、厶，』和形，，，因此全塔共（２ｃ＋１）Ⅳ个变量，对于 甲醇水溶液体系，组分数ｃ＝２，理论塔板数取Ｎ＝１ｌ，因此全塔迭代共有５５个变量，相应的ＭＥＳＨ方程为：Ｍｉ，，＝巧，，＋Ｌｉ√一Ｋ，ｐ―Ｌｉ，＿，一ｌ―只（ｉ＝１，２；＿，＝ｌ，１ １）（２－１）Ｅ为ｉ组分进料液中的质量流率，如设Ｈ为进料板位置，则当Ｊ≠日时，Ｅ＝０。ｇ，，＝Ｋｔ，，巧而，＿，一Ｋ，，（ｆ＝１，２；Ｊ＝ｌ，１１） （＿，＝２，１０）（２－２） （２－３）ｌＯｑ＝■月Ｉ＋ｔｈ，一巧＋ｌＨｊ＋ｌ一‘一ｌｈｊ―ｌ―Ｆｈ／３．甲醇一水体系的多效顺流精馏Ｔ艺研究硕士论文当Ｊ＝１时，Ｌｏ＝０Ｅｌ＝ＶＩＭｌ＋厶７１１一％Ｈ２当Ｊ＝１ １时，Ｋ２＝０（２―４）弓ｌ＝Ｋ１日ｌｌ＋弓ｌｈｌｌ一厶ｏｈｌｏ（２―５） （，＝１，１ １） （２―６）∑ｘｕ＝１；Ｅｙｕ＝１３．２．１．２纳夫塔列一山德荷姆算法该法将迭代变量按下述次序排列：上述各芳程剩余函数础“、Ｑｆ，，和ｑ随着迭代计算趋向零。＿＝ｋ√＇圪√＇乃，厶√，三：，，ｒ全塔迭代变量为：（２－７）ｘ：ｋ，ｘ＿巧…石二１ｒ相应地第＿，块板剩余函数排列为：（２―８）沙Ｊ＝陋Ｊ，Ｍｌ√，Ｍ２√，Ｑｌ√，Ｑ２，，】ｒ全塔剩余函数迭代：（２－９）根据Ｎｅｗｔｏ舻＿ｒａｐ醚岱方法：杪＝砂，，＂叫，…‰】ｒ（２－１０）麓ｊ期彳。｜．ｄｙＪ 『ｄｙＪ（２－１１） （２－１２）式中ｌ警ｌ为Ｊａｃｏｂｉ矩阵，可写成【－百ｊ ｌ瓦Ｊ『丝］： ｜－盟］ ｜－盟］ｊ 【－ｄｘ Ｊ Ｌ ｄｘ。』 Ｌ ｄｘ２一ｒ．。 ．Ｌ―Ｐ ．。Ｌ一矧一矧（２―１３）…酗式中：硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究８Ｅｊ ａｚ，８Ｅｊａ攻８ＭｌｌＯＭＩ，ａＫａ圪８Ｍ２ｊｆ盟］：ｌ－嘶ｊａＭ２｜ ａ巧ａ砭（２－１４）蛔，ａＫ蛔，ａＫ坦．，ａＫ蛆』ａＫ吗石堕卯监卯盟卯盟卯 堕码％一弘％一饵弛一饵堕弘 堕鸣堕鸣堕必鱼必鱼％其中每一式包含的变量最多为ｉ－１、／和／＋１板，因此倒ｄ驴＇ｊ ｌ＝【ｏ】，当ｌＪ－ｔｌ＞－时令：斟蛳例制，［绸制由于‰和ＸⅣ＋ｌ无意义，所以Ｊａｃｏｂｉ，－ＩｐＡ写成 马 ｃｌ 呜岛Ｃ：（２－１５）『ｄｙｌｌ言ｊ＝ＡＩＢｊｃＩ（２－１６）４０Ｂｌｏｑｏ马ｌ４ｌ根据ＭＥＳＨ方程和ＮｅⅥ怕Ｉ卜吖印ｓｏｎ迭代法可以将ｂ，ｊ、陋Ｊ Ｊ和ｋ／Ｊ进行简化计算，其中 ｋ，Ｊ很简单。８Ｅｊ ０ｊ娩 ０ ――．―．！一―――――Ｌ ａＥｊａ乃一ｌａ／－＇Ｉ乒ｌ一１ ０ ＯＯ钇２，』一ｌＯ ―ｌ Ｏ Ｏｂ－ｆ】＝Ｏ ０ Ｏ ＯＯ ０ Ｏ ０Ｏ ０ ００（２－１７）而ｏ（笥＝Ｉｎ朋ｉ寸）盟％ＩＩ‘，● ●‘● Ｌ坠％＾．一Ｚ（匈＝２，．．?，Ｎ－Ｉ时）（２－１８）２ｌ３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文斟‰０ ４。瓦Ｃ锄］－Ｉ。蠹＝）式中曩＝巧＋△乃。８Ｅｊ ａＥｊ（２－１９）８Ｅｊ８ＥｊＯＥｊａＫ，＿，１ａ圪，，Ｏａ乃Ｏ Ｏ％．，ａ乞，，ｌ Ｏ防小Ｊ一 ，．√一ａＱ，，（２－２０）．、Ｉｏ弧一眠咳一吼。．√一●。姻ｇ一一心哦诅Ｑ一一匕吼．√。、１ａ乃 ａＱ２，， ａ乃ｏ吼一氓吆一瓯，√一 ，，‰一％堕％（２―２１）兹２ ｑ＋巧菇 ａ杉，－， ａＫ，，７ａＥｊ―Ｈ－１ｒ宅Ｈ ｊ雾＝‘器＋巧等 ｊ钾【Ｊ（２－２２）ａＴ《ａＴ；毒２嘭＋弓东ＯＥ，．，锄，（２－２３）甏咆，―０Ｍ―ｋ，ｊ：Ｏ０Ｔ，（２－２４）（２－２５）等咆 等一％峨一％甏（２－２６）（２－２７）等氓等等咆，抛¨∥‰等瞑．，取值如下：（２－２８）（２－２９）ｆ１（当ｉ＝埘） 吼?，２１ ０（当ｆ≠埘）。（２－３０）硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究ａＥｊ８Ｅ』ｌ８Ｅｊ０ ０ ０ ０ ＯＯ Ｏ Ｏ Ｏ ＯａＫ―ｌａ％，／＋ｌＯ ―ｌ Ｏ Ｏａ乃＋ｌ０ ０ ０ Ｏｂ】＝―ｌ Ｏ ０ Ｏ（２－３１）冥中。杀＝吼屯杀 露一‰嚣：―Ｌ＝１Ｈ。一”。―上Ｌ ｐ１ ｐ１ａＫ川８Ｅｉ（２―３２）ａ形一ＩＴｒａＩ－Ｉｊ＋ｌ（２－３３）．―――１上＝０弘．川 必．，＋ｌａＥ！（２－３４）―ａＭ―ｋ，ｊ：Ｏ（２－３５）监：一ｌ ｄ‰＋Ｌ―ａＭ―ｋ，ｊ：Ｏ（２－３６）（２―３７）盟：ｏ ａ‰ｎ―ＯＱ―ｋ，ｊ：Ｏｄｌ；＋ｌ（２－３８）（２－３９）鱼：ｏ３．２．１．３烙阴计算们ｊ＋ｌ（２?４０）Ｈ＝Ｈ（Ｔ，一（组分固定）ｄＩ（２－４１） （２―４２）焓的全微分表达式：棚＝（筹）Ｐ打＋（＝ＯＨ）ｒｄＰ０１＂热力学焓基本关系式：棚＝Ｔｄｓ＋Ｖｄｐ在恒定温度下，焓对压力求导：（＝ＯＨ０１＂）ｒ＝ｒ（罂０１＂）ｒ＋ｙ（２－４３）在恒定压力下，焓对温度求导：‘瓦ＯＨ），＝丁（等）ｐ＝ｃＰ；即（要），＝了ＣｐＣｒ．１∥ｌ ∥』』（２硝）（２－４５）热力学熵吉布斯基本关系式：ｄＧ＝ＶｄＰ―ＳｄＴ由上式得ＭａＸｗｅｌｌ关系式：（≯ＯＶ，＝一（嚣）ｒ３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文（面ＯＨ）７’＝一Ｉ’【而ａＶ）Ｐ＋ｙ（２－４６）将⑤、③带入①得扭＝ＣｐｄＴ＋卜ｒ（》ｄＰ ７豫：尸＝而ＲＴ一而‰，其中ａ＝ａｅａ（丁） 如令彳＝筹；召＝等ＳＲＫ㈣（２－４８）则ＳＲＫ方程可写成：Ｚ３一Ｚ２＋Ｚ（Ａ―Ｂ―Ｂ２）一ＡＢ＝０ 混合物的ａ、ｂ参数计算式如下：（２－４９）口＝Ｚ．Ｚ（口垤ｚ，ｚｇ）；ａｉ，ｇ２（口，口ｇ）ｍ（１一ｋ坛），其中后妇为互作用因子。将式⑥和ＩｓＲｇＫ结合得混合物摩尔焓计算式：日叫埘［Ｚ－ｌ争?＋舞弘以ｇ砸＋可ｍｉＺ０．５＋筹，］式中彳，ｔｇ＝、厂＝石虿（１一后妇）；乞为ｆ组分在混合物中的摩尔分率。陋５。，研为理想气体的摩尔焓；日；＝Ｅ。ｃＰｄＴ＋Ｈ。，由于标态的混合摩尔焓日。＝０得：日；＝Ｅ。＠＋矽＋∥２）ｄｒ；式中口、厉名为物性常数。注：上述推导的混合焓值计算适合用于汽液两相，当计算液相焓值时，必须用液相 压缩因子，当计算汽相焓值时，必须用汽相压缩因子。３ ２ １４汽漓混合浼席和浼席系数的计笪当混合物的组成给定时，在Ｐ、矿、Ｔ三个变量中仅两个是独立的， 根据选择Ｐ和 丁或ｒ和ｙ为独立变量，可以由热力学导出计算热力学性质的基本方程。 以ｒ和ｙ为独立变量时，逸度和逸度系数的基本方程为：盯－ｎ（去）＝ＲＴｌｎ谚＝ｊ『Ｉ（毒ｋ％，一等ｐ＿础¨ｎｚ式中Ｚ为混合物的压缩因子，Ｚ＝ｐＶ，Ｉ（ｎ。Ｒ丁）。 将式⑨与ＳＲＫ方程结合得混合物逸度和逸度系数的计算表达式：（２－５１）ｌＩｌ略）＝ｌｎ谚＝鲁（ｚ―１）一ｌＩｌ（ｚ一功＋昙（鲁一互莩乞口ｆ’ｇ）ｌｎ（１＋争（２－５２）ａｚｉｐｂ 廿Ｄ’ｊ乞３．２．１．５活度系数推导计算在活度系数计算过程中，采用ＷＩＬＳ．ＲＫ状态方程计算。对于二元体系，活度计算式如下：硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究…＝爿斋每＋雨＂Ｉ＂２１Ｇ丽２１］，蚓＝彳［高＋雨Ｔ１２（耐了１２３．２．１．６平衡常数计算（２－５３）（２―５４）式中ｆ１２＝（９１２－９２２）／ＲＴ；式中（蜀２－９２２）为组分ｌ和２的二元交互作用能量参数。 Ｇ１２＝ｅｘｐ（－ａ１２ｑ２）；其中口１２为模型参数之一，通常范围为Ｏ．２～Ｏ．４７。当气液达到平衡时，气液两相逸度相等，即Ｚｙ＝斧气相逸度计算式：Ｚｙ＝硝ｙ，Ｐ 液相逸度计算式：Ｚ工＝乃‘石。（２－５５） （２－５６） （２?５７） （２－５８）由上述易得平衡常数计算式：墨：Ｙ＿Ｌ＝每笔工ｔ甲ｉ ｆ３．２．２多效顺流精馏的ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ计算模型 在上述单塔数学模型的基础上，在ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ中建立多效精馏模型，该模型的建立必须满足一些相关的前提条件：．（１）高压塔塔顶蒸汽所释放的潜热应等于相邻低压塔塔釜物料汽化所需的热量，即Ｑｃｊ－Ｑ６，各效热损失以５％‰计。；（２）为实现换热器中热量传递，相邻高低压塔间冷凝与再沸器中换热物流应满足：ｔ‘ｋ．ｔＷｂｊ≥．Ａｔｍ（△ｋ为最小传热温差，一般取ＩＯ＇Ｃ以上）。 （３）系统的操作温度和压力应低于被分离组份的临界温度和压力，对含热敏物质 的物系分离，第１效精馏塔的操作温度应低于其热敏物质的分解温度。 以三效顺流精馏工艺流程图为例，其ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ模拟流程图见图３．６。３Ｔ＊一水体系的多域顺％精馏Ｉ艺Ⅺ｝究删十论ｉⅢ５＆ 自口ｂ…㈣］ Ⅷｒ”Ⅲ口．。．ｏ一ｎ≈ｗ０１ｙ一…＿■囊Ｂ黟．岳旨 ｒＡ自一 劈ｆ●～廿～。’＿！㈣……一―――ｊ二㈣一２―２㈧盈．口。一，舀，一，一． ，１…‘“～一ｎ±一。＆．｝图３．６三塔顺流精馏工艺流程图Ｆｉ９３．６Ｔｈｒｅｅ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ３，２ ２１物性模型的选用ＡＳＰＥＮＰＬＵＳ中可用的热力学性质模型非常多，其可用于不同的相奄类型、纯组分和混合物，ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ热力学性质模型中包括典型的热力学性质模型，例如活度系数模型和状奄方程以及而体和电解质模型，并且ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ按照不同的性质类型 将这些模型进行分组。在模拟计算之前，必须选择合适的物性方程，这是模拟计算的关 键。在该体系的物性方程建模过程中，综合考虑到以下两方面因素： （１）通过查阅化工手册等文献资料，甲醇与水形成的体系为极性体系，且不存在 电解质组分，故初步确定应选择活度系数物性计算模型。 （２）由于甲醇与水具有二元交互作用，因此该体系为二元交互体系，故应选用具 有二兀交自：参数的方程柬计算物性。 综合这几个因素，最终选用ＷＩＬＳ―ＲＫ物性计算方程．物性模型见图３７。硕±论文■醇‘水多教精馏Ｉ艺研究０４ｑⅢ口ｄｍ…１……ａ●０●ｏ－＿－“一ｌ＿¨…Ｉ Ｉ―ｌ…Ｈ＿＿＿１ｗ｛ｕ－ｍ＿Ｉ 嚣．Ｉ步．司．帑，图３ ７物性数据图 Ｆ培３．７Ｄａｔｅｏｆｐｒｏｐｅｒｔｙｍｅｔｈｏｄ３ ２ ２ｌ２模拟数据的规定 为了便于不同效数的计算结果之间进行比较，统一规定模拟计算时的已知量 （１）系统的总进料量Ｆ：进料组成，．，及进料状态ｑ； （２）甲醇产品浓度和回收率。 （３）根据以上己知条件，需要确定的参数有： （４）各效精流塔顶和塔釜的组成ｚⅫ，和一ｗ；（５）各效塔顶和塔釜的流率Ｄ．，矿，；（６）各效塔顶、塔釜的操作温度乃，，咒，； （７）各效塔顶、塔釜的操作压力只，，只，； （８）各效操作回流比Ｒ，；理论板数芷，和进料位置ｋ．； （９）系统的蒸汽耗用量Ｖ０；冷却水的用量矿。 根据已知条件首先输入物料的名称，界面如图３ ８所示。３Ｔ胖水体系的多效顺流精馏Ｔ艺Ⅳ｝究趔ｌ论女Ⅲ；，，日㈣口■§～《－一§…川…。巴’，｛ｌｌ，；ｌ，《，０，世，［昏，ｄ分，《，重， ’Ｆｕｈ…“ ～…一。０‘；ｄ“｝＾ＨＨＪ＋１［，。。ｄｄ４图３．８物料输＾界面Ｆｉ９３．８ＣｏｍｐｏｎｅｎｔｓＩｎｐｕｔＩｎｔｅｒｆａｃｅ如果存在同分异构体，可根据ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ自带数据库进行查找，如输入ｃ６Ｈ７．出现的物质有四种，如图３．９所示。当然，如果物性库中没有相对应的物质数据，则可 以根据性质相近的物质进行替代，或者直接数据相关数据建立新物质的资料库。图３．９物料查找界面Ｆｉｇ ３．９ＣｏｍｐｏｎｅｎｔｓＦｉｎｄＩｎｔｅｒｆａｃｅ硕±论女Ｔ酵．水多教精馏工艺研究在输入完毕物料名称后，还要给定进料温度、压力以及组成等信息，界面如图３．】０所示。一￡。１－ｐ’！一ｌ’ｐ１＿口＋…●ｒｔ… Ⅲ Ⅲｗ㈨Ⅲ”ｊ Ⅷ／§”州口●ｏ●ｏ＿ｘ图３．１０物料物性界面Ｆ唔３．１０ＣｅｍｐｏｎｅＲｔｓ Ｓｐｅｃｌｆｌｃａｄｏｎ］ｎｌｃｒｆａｃｅ在输入精馏塔的信息时，需要确定理论板数、加料板位置、冷凝器，再沸器型式、塔 顶馏出液量、回流比以及操作压力等参数，其界面如图３ １１所示。ｌ。ｌ。’ｚ?”Ｉ?’‘Ｉ’ｄ…‘…”ｌ…旧莒ｋ…。‘ｉ＝：翌．．４２：：＝＝ｏ…＾－’…“…。…【＝：＝＝三三＝３’。。ａ：：＝＝…～三二二二二二二ｉ＝＝ｊｉ―２≯ｕ－－。２：＝：咋七―直～－＿≈ ｛：＝字专ｉ“ｉⅢ， 描＝匿３．１１塔设置界面ｎＥ ３．１１ＣｏｌｕｍｎＣｏｎｆｉｇｕｒａｔｉｏｎＩｎｔｅｒｆａｃｅ３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文在选项栏内没有万符号显示时，说明计算所需参数已经输入完毕，可进入到相应的模拟计算。３．２．２．３优化模型在ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ软件中，对某一模型进行优化分析的方法大概有以下几种：灵敏度分析、规划设计、优化计算、数据拟合与工况研究等。针对甲醇．水的二元物系，在 优化计算过程中，可以采用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ中的ＭｏｄｅｌＡｎａｌｙｓｉｓＴｏｏｌｓ模块下的灵敏度分析工具，帮助找出最佳的进料位置和回流比，可确保整个分析体系的计算精确度。 其主要研究思路如下：根据研究方案和分离物系的极性特征，采用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ化工模拟软件中ＲＡＤＦＲＡＣ模块和ＷＩＬＳ．ＲＫ物性方程进行模拟计算，在得到初步计算结果的基础上，根据上述建立的灵敏度分析模型，计算得到各塔从不同进料板位置进料 后约束变量的变化趋势，经过若干次的试差，即可确定整个三效顺流精馏工艺中各塔 的最佳进料板位置。然后在确定最佳进料板位置的前提下，优化计算出各塔不同回流 比时约束变量的变化趋势，再经过若干次的试差，即可确定整个三效顺流精馏工艺中 各塔的最佳回流比。当最佳进料板位置和最佳回流比确定后，整个三效顺流精馏的最 佳工艺即可确定，此运行状态下的能耗即为最低。３．３模拟计算结果为了便于各效计算结果的比较，采用相同的进料条件、规定相同的分离效果以及传 热温差，具体模拟基础数据见表３．１。表３．１模拟基础数据Ｔａｂｌｅ ３．１ Ｂａｓｉｃ ｄａｔａ ｏｆ ｓｉｍｕｌａｔｉｏｎ３．３．１单塔精馏进料位置与回流比灵敏度分析结果 下面以单塔精馏分离甲醇质量浓度为８０％的工艺体系为例，做灵敏度分析。硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究在做灵敏度分析之前，需要先大致估算出单塔在饱和液体进料，常压操作时的最小 回流比以及最小理论板数，之后才能在模拟计算时取值比较合理的正常操作时的回流比 以及实际理论板数进行进一步的灵敏度分析，详细计算过程如下： （１）全塔相对挥发度估算 由于塔顶塔釜的温度不同，所以塔顶和塔釜的相对挥发度不同，但是可以根据塔顶、 塔釜的相对挥发度几何平均计算出全塔的相对挥发度。查文献【５ｌ】可知甲醇在６０℃和１００ ℃时的饱和蒸汽压分别为６３４．５３ｍｍＨｇ，３．４９１ａｒｍ：查文献【５２】可知水在６０℃和１００℃时 的饱和蒸汽压分别为１９９１９Ｐａ，ｌＯｌ３３０Ｐａ，则有：盱辱 ｐ南＝４．２５ １９９１９铲鲁－ｓ．４９口。＝√口ｌ×口２＝，／４．２５ｘ３．４９＝３．８５（２）最小回流比Ｒｍｉｎ的计算 最小回流比意味着对于一定的分离任务，所需理论板为无穷多时所对应的回流比， 如图３．１２所示。图３．１２最小回流比示意图Ｆｉｇ ３．１２ Ｒｍｉｎ在ｑ＝ｌ（即饱和液体进料）时，Ｘｎ＝一＝ ＸＰ＝一＝ｘ。：．。０．９９９５／３２＋０．０００５／１８Ｑ：竺竺竺兰丝一：０．９９９１． ．ｘ，一一Ｑ：塑三一：０．６９２３ ’０．８／３２＋０．２／１８３ｌ３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文。ｉｌ＝０．５ｅｇ－一掣］：二Ｉ＿［塑翌一．３．８５（１－－０．９９９１）］ ３．８５―１‘０．６９２３ １―０．６９２３（３）理论板数的计算１９［（＿堕一）（！生）】Ｎｍｉｎ：！二兰旦兰芝：竺画０．９９９１竺亘１－０．０２２塑１９３．８５ ＝８ｌｇ口―Ｎ－Ｎ―ｍｉｎ：０．７５―０．７５（Ｒ；Ｒｍｉｎ）。．５６６８Ⅳ＋ｌＫ＋１：０．７５―０．７５（生堕）¨６６８ 、１＋１则Ｎ＝１４（包括塔釜） 根据计算出的最小理论板数可以求解出单塔的理论板数为１４块（包括塔釜），在 ＡＳＰＥＮ分析过程中单塔的理论板数取１５块（第一块为塔顶冷凝器，最后一块为塔釜再 沸器），故在分析过程中应除去第一块和最后一块板，即应在第二块板与第十四块板之间。（４）灵敏度分析 在回流比灵敏度分析时，上下限的取值非常重要，一般下限可以取最小回流比，因 为当实际操作回流比小于最小回流比时，即使塔无限高也不能达到分离的纯度要求。上 限则可以取到最小回流比的２倍左右，如果根据回流比上限计算出的塔顶产品纯度还不 够，则可以取最小回流比更大的倍数进行计算直至计算出的塔顶产品纯度达到所需要 求。 需要注意的是，在灵敏度分析时，应确定变量与约束变量，很显然，在该体系的灵 敏度分析过程中，变量为进料板位置和回流比，对于单塔，塔顶出料主要成分是甲醇， 故选择塔顶物料线中甲醇的质量分率为约束变量，约束值应为９９．９５％才能满足分离要求。首先假设进料板位置为第６块，回流比为２，计算后结果如图３．１３所示：３２■醇．水事效糟馏Ｉ艺研究ｄ制 捌 摇 蠹图３１３不同扳上的产品纯度Ｆ培３１３Ｐｒｏｄｕｃｔｐｕｒｉｔｙ佣ｄｉｆｆｅｒｅｎｔｓｔａｇｅ根据图３ １３可知，在第６块扳进料，回流比为２时，塔顶质量浓度最大只能到９９．８％，达不到分离要求，故而需要进行进料板位置灵敏度分析，观察在回流比为２时，从不同 进料板位置加料后的所引起的塔顶浓度变化趋势。打开ＤａｔａｈＭｏｄｅｌ ＡｎａｌｙｓｉｓＴｏｏｌｓ＼Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ模块，输入变量名称ＳＴＡＧＥ，以塔顶产品为考察对象，以甲醇 的质量分率为考察目标，其界面如图所示。建立参数ＳＴＡＧＥ，将其定义为进料板，如图３１４所示。图３．１４定义变量界面Ｆｉ９３１４ＶａｄａｂｌｅＤｅｆ＇ｍｉｔｉｏｎＩｎｔｅｒｆａｃｅ３甲雕水体系的多敏咂流精馏Ｔ艺日ｆ兜硕士论文定义变量ＳＴＡＧＥ为进料板，设置进料板的选取范围为２．１４（去除第１块塔顶冷凝 器和最后一块塔釜），点数为１３，计算从不同板上进料对塔顶甲醇质董分率的影响，如图３１５所示。Ⅲ…自■＾‰｛…，一 －?例口．。。ｏ■；ｊ面可ｉ嗣ｉ＝ｒｉ＝ｉ；ｉｒ―ｒ―――――――――――一ｌ≯釜：船擎；慧曼｜警簪垂：＝：…＝鬯竺竺竺！竺竺二“＝二二＝三二二■业＝！二――――――――――――一一―――――――――――――！二．！！＝！ｇｉｊ二！――ｊ！―．ｊ＝ｉ＝ｉｉ二图３．１５变量设置界面Ｆｉ９３．１５ＶａｒｉａｂｌｅＣｏｎｆｉｇｕｒａｔｉｏｎＩｎｔｅｒｆａｃｅｏ．“，ｌｉ，《，９，窜．【话．挣，《，篁‘， 、……熙！““！１４’Ｈ’‘“一’…ｔ＿１‘’Ｉｊ单塔进料位置灵敏度分析结果如图３．１６所示。∞∞培ｄ制《目”图３“单塔进料位置灵敏度分析Ｆｉ９３．１６Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓｏｆｆｅｅｄ ｓｔａｇｅ由图３ １６可知，当回流比为２时，在第１２块板进料时塔顶组成的含量最高，达到９９３４９５５％，从而确定第１２块板为进料板，然后在确定最佳进料板位置的情况Ｆ，进一步硕十论文■醇．水多敲精馏Ｉ艺研究做回流比的灵敏度分析。同样．首先输入变量名称Ｒ，以塔顶产品为考察对象，以甲醇 的质量分率为考察目标，其界面如图３．１７所示。Ｓｅｌｅｃｔａ一－“ｏｏ“ｌ ｏｎａｍ“匝二二蚓ｍＲｅｆ。ｅｒ…。陌磊ｉｃｏｍｏ口蚵ｍ ｌＣＨ４０ｖａｒｂｂｌｅ ｃ｛ｔｅｇｏｒｙ ａｎｄ ｒｅｆｅ『ｅｎｃｅＣａｔｅｇｏｒｙＳｔ…Ｅ―――――习ｓ“ｍ＊“痂髓簟ｉｉｉ霹ｖ’。Ｂｌｏｃｋ：ｏＳｔｒｅｅｍｓ ｏＭｏｄｅｌＵｔｉｌｔｙ０Ｐ岍ｉｃａｌｈｏｐｅ哪ＰⅢａｍｅ｝ｅ”ｏ Ｒｅａｃ㈨ｓ坐Ｉ［亘习其次，定义变量Ｒ为质量回流比，设置回流比的计算范围为ｏ ５―１０，点数为２０， 计算不同回流比下的塔顶甲醇质量分率，如图３．１８所示。… 、…ｄ■ｔⅢＨ?１?’…ｏ’…Ｉ …＿’女０～＿＿一－ｉ■口●ｏ●ｏ…ｏ”‘Ｉ＝等生｛。＿＝｝！！］ ＝ｊ《露孕拳签＝＝ｊ＝；。一一嚣一＝－一３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文单塔回流比灵敏度分析计算结果如图３．１９所示：０．９９０删 制 低 霖翌ｏ．９８，５０．９８０图３．１９单塔回流比灵敏度分析Ｆｉｇ ３．１９ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ由图３．１９可知，回流比增大，塔顶甲醇纯度也随之明显增大，但增加到一定程度后 增大幅度趋缓。随着回流比的增大，精馏塔中的上升汽相和下降液相量均加大，即整个 塔的内循环增大，从而导致塔釜所需的蒸汽用量和塔顶所需的冷却水用量也必然随之增 大，亦即操作能耗大量增加。当回流比在２时塔顶甲醇纯度即可达到９９．９５％（叭）的 要求，所以最终选取正常操作的回流比为２。 至此，整个单塔的灵敏度分析结果已经得出：精馏塔第１２块板为最佳进料板，回 流比值在１．９６时塔顶甲醇纯度即满足要求，在最佳进料位置和回流比确定的条件下，整 个塔的操作参数便随之确定。 （５）塔径计算 塔径计算属于水力学计算，可采用ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ中的Ｔｒａｙ Ｓｉｚｉｎｇ模块（用于计算 板式塔参数）和Ｐａｃｋ Ｓｉｚｉｎｇ模块（用于计算填料塔参数）进行计算，为与实验数据相对 应进行比较，本文计算采用Ｔｒａｙ Ｓｉｚｉｎｇ模块。Ｔｒａｙ Ｓｉｚｉｎｇ模块中塔盘有ＢｕｂｂｌｅＳｉｅｖｅ、Ｇｌｉｔｓｃｈ Ｂａｌｌａｓｔ、Ｋｏｃｈ Ｃａｐ、Ｆｌｅｘｉｔｒａｙ以及ＮｕｔｔｅｒＦｌｏａｔＶａｌｖｅ等多种类型，本文计算采用Ｓｉｅｖｅ形式，即筛板塔，其选择界面如图３．２０所示。计算第２块板至第１４块板（去 除第ｌ块塔顶冷凝器和最后一块塔釜），塔板间距默认是１英尺，泛点率设置为０．８。硕±论文十醇．水多敏精馏Ｉ艺研究＝５Ｉ……ｈｌ…ｈ、●Ｄ岍一‘日ｍ㈣ｍ １棚Ｂ?ｔＬ～！Ｉ‘…?１慝？“”。■■――＿ｌ。一 ｌ麓●－：。《．＝：ｋ｝｛“川口．ｏ．ｏ９。ｌ＝等 旧一＿垂！』，ｔ；ｉ＝；＝＝＝＝＝＝＝ｉ：ｉ＝２２２２２２２２２２２２２２２２２２２。一图３．２０塔径计算界面Ｆｉ９３．２０ＴｒａｙＳｉｚｉｎｇＩｎｔｅｒｆａｃｅ根据输入数据，计算出塔径为Ｉ ｌｌ米。（６）塔主体高度 根据实验部分测得的总板效率为０ ７５，则所需要的实际板数Ｎｒ为：Ⅳ。：生×１００％：！丝：１７Ｅｒ ０ ７５３实际板数取１８块，根据塔板间距为１英尺，即０．３米，计算出塔主体高度为５．４米。（７）与实验部分的比较 从理论板数的计算结果来看，要达到塔顶９９ ９５％的甲醇纯度，需要１４块板（包括塔釜），根据实验过程中得出的板效率为７５％，则需要的实际板数为１８块，所咀实验 过程中回流比很大，塔顶甲醇纯度也达不到９９ ９５％得到了理论上的依据。 根据实验得出的理论板数＿＝Ｉ『７块（包括塔爷），可以对实验过程进行模拟计算．由 于实验装置中只有一个进料何置，没有改变进料位置的可能性，所以可以在设定好进料 板位置的情况下，对实验进行回流比灵敏度分析。设定精馏塔为８块板，士除第一块塔 顶冷凝器和最后块塔釜为６块，与实验过程中的理论板数相一致，设定进料板位置为 第５块，即从中间板进料，灵敏度分析结果见表３．２。表３．２模拟ｘＤ与实际ｘⅡ的比较 同流比Ｒ 模拟ｘｎ 实际ｘｎ３．甲醇一水体系的多效顺流精馏Ｔ艺研究硕士论文从表３．２可以看出，在加料板位置不变的情况下，不同回流比下的塔顶甲醇纯度模 拟计算结果与实验测得的结果比较接近，说明该情况下的模拟数据与实际是相一致的， 也是可信的，并且接下来的多效精馏的模型计算结果也应该是可信的。３８硕±论立■醉．水多散精馏Ｉ岂研究３．３．２多塔顺流精馏进料位置与回流比灵敏度分析结果 多塔顺流精馏进料位置与回流比灵敏度分析方法与单塔灵敏度分析方法基本相同， 只是塔的数量增多．并且各塔之间相互关联．一个塔的操作参数变化将影响其他塔的参 数变化，甚至影响其他塔的塔顶甲醇产品纯度或回收率。四塔顺流精馏的工艺见图３ 下面以四塔顺流精馏分离甲醇质量浓度为８０％的工艺体系为例进行计算。２１，Ｄ…Ｂ■＂口■＾ｍ”ｊ?…＊口●ｏ●日￡兰兰！！―＝＝』二二土！ｉ』――――――――――――――――――――――――――一’嵫旃姥声敲Ｊ葶：Ｆ Ｊ掣。＝。，｛《，《．《，目，吁，【昏，艚．《，重， ｝ 篇．＝兰９ 旦』坐―２１―竺２业生辫Ｌ！器嚣嚣．＝；ｉ＝面ｉ―ｉ焉。ｊ，ｊ。图３．２１四塔顾流精馏Ｆｉ９３．２１ＦｏｕＨｆｆｅｃｔ ｅｏａｃｕ盯ｅａｔｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ（１）四塔顺流方案的确定一般来说三塔顺流操作时中间塔为常压操作，前塔为加压操作，后塔为减压操作， 这样才能出现温度、压力依次降低的情况，从而为顺流多效精馏中的热量匹配提供可能。 在四塔顺流操作过程中，有两种设计方案：ａ）塔ｌ压力较高，塔２为常压，塔３真空 度不大，塔４真空度较高；ｂ）塔１压力最高，塔２压力稍降，塔３为常压，塔４真空 操作。在确定最终顺流方案时必须考虑操作的实际情况，选择方案ａ可能会出现塔４的真空度非常高，在工业上难以实现，故一般工业上采用方案ｂ居多，本设计亦采用方案ｂ。首先，由塔３压力为１０ｌ ３２５ｋＰａ，塔顶甲醇质量分率为Ｏ．９９９５，可以计算出塔顶 温度为６４．５＂Ｃ，同时由己知条件（进料量、进料质量分率、回收率和塔顶甲醇质量分率） 可以进行物料衡算。堡＝０，Ｘｒ Ｄ＝０９９９９×＾Ｆ／ｏＤ＝１６５０ｋｇ／＾３Ｔ醇一水体系的多教顺流精馏Ｔ艺日｝究顿Ｌ＊女旦：生二立：！！二生ＦｘＤ―ｚⅣＯ．９９９５一。∥ｘ＊＝Ｏ．０３９８由此，计算出塔４塔釜的甲醇质量分率为ｎ０３９８，根据ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ巾Ｔｏｏｌｓ＼＾ｎａｌｙｓｌｓ＼Ｐｒｏｐｅｒｔｙ＼Ｂｌｎａｒｙ模块，如图３ ２２所示，计 算出甲醇一水体系在甲醇质量分率为０．０３９８时不同温度（４５ ５５℃）下的压力数据。 一ｒ口 ■Ｐ日…Ⅲｍ ～＿１”喇口．。．ｏ，．ｆ９。ｖ。～一：＝：器｛＝“≯．兰。嚣～：。。矗ｉ工］墨兰［』＝争：“。 …一 嚣＝ｈ●“一 ～ｏ”、＿一”。 ｖ卜―＿圈３．２２两组分分析界面Ｆｉｇ ３ ２２ＢｉｎａｒｙＡｎａｌｙｓｉｓＩｎｔｅｒｆａｃｅ两组分温度压力计算结果见图３．２３。图３．２３温度压力关系囤Ｆｉ９３２３Ｒｅｌａｔｉｏａ ｏｆＴ ａｎｄＰ硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究由图３．２３可知，在１４ｋＰａ时，塔４塔釜温度为４９．３＂Ｃ，与塔３塔顶温度存在１５．４ ℃的温差，满足要求。根据塔４塔顶甲醇质量分率为０．９９９５，压力为１４ｋＰａ时塔顶温度 为２１．６℃，同样，经过计算，可以求出其他各塔的压力温度参数，具体见表３．３。表３．３各塔温度压力Ｔａｂｌｅ ３．３ Ｔｅｍｐｅｒａｔｕｒｅｓ ａｎｄ ｐｒｅｓｓｕｒｅｓＯｉｌｄｉｆｆｅｒｅｎｔ ｃｏｌｕｍｎｓ从表３．３可知，塔ｌ塔顶温度为１１ｌ℃，塔２塔釜温度为９６℃，温差达到了１５℃： 塔２塔顶温度为８９．８℃，塔３塔釜温度为７４．８。Ｃ，温差达到了１５＂１２；塔３塔顶温度为 ６４．５℃，塔４塔釜温度为４５．７℃，温差达到１８．８℃，满足了温差为１０℃的要求，但是有 了适当的温差还不能保证前塔塔顶蒸汽冷凝所放出的潜热一定够后塔再沸器加热用，这 就要考虑到热量的匹配，其主要着手点为各塔塔顶产品回收率，经过多次试差，确定各 塔的塔顶产量，具体见表３．４。表３Ａ各塔塔顶产品Ｔａｂ ３．４ Ｐｒｏｄｕｃｔｓ ｏｆ ｄｉｆｆｅｒｅｎｔ ｃｏｌｕｍｎｓ在确定了各塔的操作压力以及塔顶产品产量的情况下，可以对各塔进行进料板位置 和回流比灵敏度分析。 （２）塔ｌ的进料位置与回流比灵敏度分析 同单塔精馏求解步骤一样，可以计算出塔１的理论板数为１２块（包括塔釜），在 ＡＳＰＥＮ计算中理论板数取１３块（包括第１块塔板为冷凝器，最后１块塔板为再沸器），４１３．甲醇一水体系的多效顺流精馏Ｔ艺研究硕士论文０．９７：四如９６姜。．∞４６８１０１２加料版位置图３．２４塔１进料位置灵敏度分析Ｆｉｇ ３．２４ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｆｅｅｄ ｓｔａｇｅ ｏｎ ｃｏｌｕｍｎ １在分析过程中取第２块与第１２块之间的板。在该体系的灵敏度分析过程中，变量 为进料板位置和回流比，对于塔ｌ，塔顶出料主要成分是甲醇，故选择塔顶物料线中甲 醇的质量分率为约束变量，约束值应为９９．９５％才能满足分离要求。塔１的进料位置与回流比灵敏度分析结果分别见图３．２４与３．２５。Ｏ Ｏ ０ Ｏ Ｏ蝴５ ４一蝴１３ ２ｊ四 姻ＩＯ Ｏ Ｏ Ｏ Ｏ Ｏ Ｏ Ｏ制 帐 躲掀洲蝴 舢 吣Ｏ ９ ８ ７卿撇６ ５嘶龇 嘲４ ３回流比图３．２５塔１回流比灵敏度分析Ｆｉｇ ３．２５ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏｏｎｃｏｌｕｍｎ １根据灵敏度分析图３．２４，可以看出，塔１为第１２块板进料最佳，在确定进料位置 后，根据约束变量的确定值，从图３．２５可以很简单的看出，回流比值在５．８２时即满足 要求，在最佳进料位置和回流比确定的条件下，整个塔的操作参数便随之确定。４２硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究（２）塔２的进料位置与回流比灵敏度分析 与塔１不同的是，塔２的理论板数为１４块，同样，在理论上，第１块塔板为冷凝 器，最后１块塔板为再沸器，故在分析过程中应除去第１块和最后ｌ块板，实际分析过 程应在第２块板与第１３块板之间。在该体系的灵敏度分析过程中，变量仍为进料板位 置和回流比，对于塔２，塔顶出料主要成分依然是甲醇，故仍然选择塔顶物料线中甲醇 的质量分率为约束变量，约束值同样取９９．９５％。塔２的进料位置与回流比灵敏度分析 结果分别见图３．２６与３．２７。１．０１１．∞Ｏ．９９Ｏ．９８私卯 鼢９６暴ｏ．钙０．９４ Ｏ．９３Ｏ．９２ ２ ４ ６ ８ １０ ＇２ １．．进料板位置图３．２６塔２进料位置灵敏度分析Ｆｉｇ ３．２６ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｆｅｅｄ ｓｔａｇｅｏｎｃｏｌｕｍｎ ２０．９９雏５０．９９９６０趔 删型ｏ．９９９５５ 依 霜图３．２７塔２回流比灵敏度分析Ｆｉｇ３．２７ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏｏｎｅｏｌｕｍ ２４３３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文根据灵敏度分析图３．２６可以看出，塔２为第１２块板进料最佳，在确定进料位置后， 根据图３．２７约束变量的确定值可以判断，回流比值在３．１７时即满足要求，在最佳进料 位置和回流比确定的条件下，整个塔的操作参数便随之确定。 （３）塔３的进料位置与回流比灵敏度分析 塔３的理论板数为１３块，实际分析过程在第２块板与第１２块板之间。对于塔３， 塔顶出料主要成分依然是甲醇，故选择塔顶物料线中甲醇的质量分率为约束变量，约束 值仍然取９９．９５％。塔３的进料位置与回流比灵敏度分析结果分别见图３．２８与３．２９。１．０１１．ｏｏ０．９９Ｏ．９８ｊ霉０．９７捌｛争（ｏ．９６ ｛Ｂ∈霖０．０５Ｏ．９４Ｏ．９３Ｏ．９２４６８１０１２进料板位置图３．２８塔３进料位置灵敏度分析Ｆｉｇ３．２８ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｆｅｅｄ ｓｔａｇｅ ｏｎ ｃｏｌｕｍｎ ３Ｏ蝴９０ Ｏ啪８ 啪７Ｏ Ｏ嗍６啪５ 啪４ 啪３ 啪２ 啪１０Ｏ姆删锹帐露ＯＯＯ Ｏ嘲 喇Ｏ ９图３．２９塔３回流比灵敏度分析Ｆｉｇ ３．２９ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏｏｎｃｏｌｕｍｎ ３硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究根据灵敏度分析图３．２８，可以看出，塔３为第１２块板进料最佳，在确定进料位置 后，根据图３．２９约束变量的确定值可以看出，回流比值在２时即满足要求，在最佳进料 位置和回流比确定的条件下，整个塔的操作参数便随之确定。 （４）塔４的进料位置与回流比灵敏度分析 塔４的理论板数为１３块，实际分析过程在第２块板与第１２块板之间。其进料位置灵敏度分析结果见图３．３０。１．∞Ｏ．９８趔璎ｏ．∞伥 窳Ｏ．９４Ｏ．９２图３．３０塔４进料位置灵敏度分析Ｆｉｇ ３．３０ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｆｅｅｄ ｓｔａｇｅｏｎｃｏｌｕｍｎ４Ｏ．９９９６器。．９９９５制警ｏ．９９９４ 嘲Ｏ．９９９３０．鄂挎２图３．３ｌ塔４回流比灵敏度分析Ｆｉｇ ３３１ Ｓｅｎｓｉｔｉｖｉｔｙ ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｒｅｆｌｕｘ ｒａｔｉｏ ｏｎ ｃｏｌｕｍｎ ４４５３．甲醇一水体系的多效顺流精馏丁艺研究硕士论文根据灵敏度分析图３．３０可以看出，塔４为第９块板进料最佳，在确定进料位置后， 根据图３．３１约束变量的确定值可以判断，回流比值在１．６时即满足要求。在最佳进料位 置和回流比确定的条件下，整个塔的操作参数便随之确定。 ３．３．３模拟计算结果分析与讨论 ３．３．３．１进料浓度为８０％甲醇的单塔与多效顺流精馏在上述基础数据相同的情况下，利用ＡＳＰＥＮ软件中的严格精馏模块（＆∞ＦＲＡＣ）和ＷＩＬＳ．ＲＫ物性计算模型，通过各塔操作压力的反复试差计算，得到了多效顺流精馏 的各效操作参数、整个多效分离体系的能耗和相应的设备参数，同时对部分模拟得到的 数据通过数学处理，得到传统单塔与多效顺流精馏回收进料浓度为８０％甲醇的计算结果见表３．５。 表３．５单塔与多效顺流精馏结果Ｔａｂｌｅ ３．５ Ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｍｏｎｏ－ｃｏｌｕｍｎ ａｎｄ ｍｕｌｔｉ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ由表３．５可见，随着效数的增加，能耗急剧下降，尤其在四效时，能耗下降最多， 达到７６．７％，蒸汽用量也下降了６３．７％。这主要是由于效数增多，将前一效的顶部出汽 作为后一效塔釜的加热蒸汽，可以节省后一效的外加热源，也省去了前一效的冷却水。但 效数超过三效后，能耗的变化趋于平缓，因此单从能耗这个角度来考虑，采用三效精馏 工艺比较合适。多效中各塔塔压逐渐降低，形成一定的压力梯度。以四效为例，前两个 塔为加压操作，最后一个塔为减压操作，这主要是为了保证前一塔塔顶蒸汽和后一塔再沸器有必要的传热温差，即１１２―９６．９；８９．８＿－７４．８；６４．５＿＿４５．７。硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究３．３．３．２进料浓度为７０％甲醇的单塔与多效顺流精馏 在计算了进料浓度为８０％甲醇的单塔与多效顺流精馏后，本文又计算了进料浓度为 ７０％甲醇的单塔与多效顺流精馏，旨在考察进料浓度对精馏过程能耗的影响，结果见表３．６。表３．６单塔与多效顺流精馏结果Ｔａｂｌｅ ３．６ Ｒｅｓｕｌｔｓ ｏｆ ｍｏｎｏ－ｃｏｌｕｍｎ ａｎｄ ｍｕｌｔｉ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｆｉｏｎ由表３．６可见，迸料浓度为７０％甲醇时，随着效数的增加，能耗也急剧下降，在四效时，能耗下降最多，达到６８．４％％，蒸汽用量也下降６８％。这同样是由于效数增多，后面塔的塔釜将前面塔塔顶采出的蒸汽的热量充分利用了。但效数超过三效后，能耗的 变化一样趋于平缓，因此单从能耗这个角度来考虑，采用三效顺流精馏工艺比较合适。 ３．３．３．３不同进料浓度下能耗比较 现将不同进料浓度下多效顺流精馏所需能耗进行比较，见图３．３２。４．７３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文皇≥蟹昌柱 《 霰 稚 爨 障。图３．３２不同进料浓度下多效顺流精馏能耗比较Ｆｉｇ ３．３２ Ｅｎｅｒｇｙ ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ ｍｏｎｏ－ｅｆｆｅｃｔ ａｎｄ ｍｕｌｔｉ－ｅｆｆｅｃｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ ｗｉｔｈ ｄｉｆｆｅｒｅｎｔ ｆｅｅｄ ｃｏｎｃｅｎｔｒａｔｉＯｎ由图３．３２可知，对于不同的进料浓度，能耗总体趋势是一致的，即随着效数的增大， 能耗也随之降低，并且三效之后下降幅度均变小。另外，高浓度原料进料时，多效的效 果更明显，即能耗下降的幅度比较大，实际消耗的能耗也低。因此，高浓度原料进料有着 非常重要的实际意义和应用价值。如果进料浓度比较低，则第一个塔顶采出的蒸汽量比 较少，对后续塔的多效精馏提供的热量相应也比较少，这样容易导致产品纯度或回收率 达不到预定要求。在实际生产中，若要采用多效精馏，应适当提高原料浓度，一般可采 用预浓缩等处理方式，这样有助于发挥多效的优势。 ３．３．３．４目标函数的建立基于ＡＳＰＥＮ ＰＬＵＳ模拟计算结果，通过数学方法建立能耗．费用最低目标函数，以确定最佳工艺流程。精馏分离体系的总运行费用主要有以下两个部分组成，即操作费用（包括再沸器蒸汽费用‰、冷凝器冷却水费用氏）和塔设备（包括附属设备）的折旧费用（ＹＮ，）。因此单塔精馏过程的总费用为：磊＝ｑ＋届＋乃。多效精馏的总费用为：如＝‰＋氏＋‰。以多效精馏过程总费用与单塔精馏过程总费用的相对值为目标函数，即：厶＝凡／４。 ３．３．３．５总运行费用与效数的关系 精馏分离体系的总运行费用主要有以下两个部分组成，即操作费用（包括再沸器蒸汽费用‰、冷凝器冷却水费用氏）和塔设备（包括附属设备）的折旧费用（‰），式中：４８硕士论文甲醇．水多效精馏工艺研究口肭＝Ｇ?Ｑ口／ｒ；风＝Ｇ?呢；‰＝｛Ｃｃ?（∑协?坼?ＨＥＴＰ?①，２／４））＋ＣＡ?Ａ｝１１５（假定设备使用周期为１５）?因此单塔精馏＂ｚ－ｔ程的总费用为：磊＝ｑ＋４＋乃。多效精馏的总费用为：％＝‰＋氏＋‰。以多效精馏过程总费用与单塔精馏过程总费用的相对值（即厶＝％／磊）为考察 变量，以效数为自变量，图绘制厶一Ⅳｆ关系图３．３３，可见不同浓度的甲醇废水，其三 效流程总运行费用最低。籁 阔１ ０ ０９ ０８蜷匝ｏ０ ７０６ ０ ５ ０４１．０ １．５ ２．０ ２．５ ３．０ ３．５ ４．０Ｎｔ效数图３．３３顺流精馏的厶一Ｎｔ关系图Ｆｉｇ ３．３３ Ｇｒａｐｈｏｆ厶一Ａｒｔｆｏｒ ｃｏｎｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ根据对不同浓度甲醇．水溶液进行单塔和多效顺流精馏的模拟计算，可得出以下结论：（１）随着效数的增大，能耗也随之降低，但在三效之后下降趋势明显变缓。 （２）相对于低浓度进料而言，高浓度原料进料时，多效的效果更明显，即能耗下 降的幅度比较大。 （３）随着效数的增加，能耗减低，操作费用大幅度下降，但设备费会随之加大， 因此需要综合考虑操作费用和设备费，寻求两者之和最小值。结果表明，处理不同浓度 的甲醇．水三效顺流精馏工艺最佳。４９３．甲醇一水体系的多效顺流精馏工艺研究硕士论文符号说明： Ｐ―塔操作压力，Ｋｐａ；Ｐ一进料量，Ｋｇ／Ｈｒ；Ｐ腑一混合器压力，ＫＰａ； ￡一塔回流量，Ｋｇ／Ｈｒ； Ｑ，ｏ一再沸器年总负荷，Ｋｃａｌ／ａ；矽一塔径，ｍ；Ｄ一塔顶物料采出量，磁／册；Ｗ一塔釜物料采出量，Ｋｇ／Ｈｒ；乃、巧―塔顶和塔底温度，℃； Ｑ一再沸器热负荷，Ｋｃａｌ／Ｈｒ； Ⅳ●一理论板数，无因次； Ｍ一塔数，无因次； ｜ｌｌ一液体的焓，ＫＪ／Ｋｇ；靠一再沸器汽化潜热，Ｋｃａｌ／ｔ； 形―冷却水需求量，Ｋｇ／Ｈｒ； ，一效数，无因次； 彳一总换热面积，Ｍ２； Ａ日一蒸汽潜热，ｒｕ／Ｋｇ； 厶一目标函数，无因次； 九一外加高压蒸汽费用，ｙｕａｎ／ａ； ｙＭ一设备折旧费用，ｙｕａｎ／ａ；船卯一理论板当量高度，ｍ；口Ｍ一再沸器蒸汽费用，ｙｕａｎ／ａ；氏埘却水费用，ｙｕａｎ／ａ；硕士论文甲醇一水多效精馏工艺研究４．甲醇．水体系的多效逆流精馏工艺模拟多效精馏根据塔压排列顺序和进料方向可分为顺流、平流与逆流三种，为了对处理 甲醇．水体系的各种工艺进行全面的研究，而选择一种最佳的操作工艺，本文还利用 ＡＳＰＥＮ模拟研究了多效逆流精馏工艺。由于分离同一物系，故在计算过程中，依然采 用ＡＳＰＥＮ中的ＲＡＤＦＲＡＣ模块和ＷＩＬＳ．ＲＫ热力学模型，同时，为了得到的计算结果 便于与多效顺流的计算结果进行比较，采用顺流计算过程的基础数据，具体模拟数据见表３．３。４．１多效逆流精馏的研究方案与研究多效顺流精馏工艺的方法相同，首先分别建立逆流的双塔、三塔和四塔模型 并通过优化计算得到相应的能耗，通过不同工艺的能耗比较，在逆流工艺中确定最佳的 工艺流程和操作参数。选择最佳工艺的方法依然是通过设备投资与净经济效益二者一个 较为经济的切合点。 ４．１．１双塔逆流工艺 双塔逆流精馏工艺相对于双塔顺流精馏工艺唯一的不同点就是进料位置发生了改 变，进料由低压塔开始，但其节能原理是一样的，因此相对于单塔精馏工艺其一样有很 大的改进。依然是利用高压塔顶蒸汽的冷凝潜热作为相邻低压塔的再沸器热源，从而达 到节能目的。因此需要通过ＡＳＰＥＮ不断调节一号塔顶水蒸气的蒸发量和温度（塔压）， 最终找到平衡点，满足设计要求。双塔逆流工艺流程图见图４．１。图４．１双塔逆流工艺Ｆｉｇ ４．１ Ｔｗｏ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔ ｄｉｓｔｉｌｌａｔｉｏｎ５１４．甲醇一水体系的多效逆流精馏工艺研究硕士论文４．１．２三塔逆流工艺 在三塔逆流精馏工艺中，一号和二号塔顶蒸汽的冷凝潜热被系统自身循环利用了， 而三号塔的冷凝潜热就被浪费了，其热量传递顺序恰好与顺流相反，原因就是进料位置 发生了改变，但其节能原理还是一样的。三塔逆流工艺流程图见图４．２。３图４．２三塔逆流工艺Ｆｉｇ ４．２ Ｔｈｒｅｅ－ｅｆｆｅｃｔ ｃｏｕｎｔｅｒｃｕｒｒｅｎｔ４．１．３四塔逆流工艺 四塔逆流工艺流程中，由于塔的数量增加，塔顶水蒸气的蒸发量比三塔和双塔的蒸 发量要少，很可能将部分甲醇从塔顶带出去