二甲醚/甲醇/水液相側(cè)線精餾塔的模擬與控制

張治山，劉美苓，張青軍，李桂杰，高 軍

(1.山東科技大學(xué) 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院，山東 青島 266590；2.山東科技大學(xué) 材料科學(xué)與工程學(xué)院，山東 青島 266590)

二甲醚/甲醇/水液相側(cè)線精餾塔的模擬與控制

張治山1，劉美苓1，張青軍1，李桂杰2，高 軍1

(1.山東科技大學(xué) 化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院，山東 青島 266590；2.山東科技大學(xué) 材料科學(xué)與工程學(xué)院，山東 青島 266590)

利用Aspen Plus和Aspen Dynamics對(duì)二甲醚/甲醇/水側(cè)線精餾過程進(jìn)行穩(wěn)態(tài)模擬及動(dòng)態(tài)控制研究。首先，以全年總費(fèi)用為目標(biāo)函數(shù)對(duì)10種設(shè)計(jì)方案進(jìn)行模擬分析，確定最佳設(shè)計(jì)方案：理論板數(shù)為37，進(jìn)料位置為第33塊，側(cè)線采出位置為第4塊，回流比為44.07。然后，分別應(yīng)用4種不同判據(jù)確定了側(cè)線精餾塔的溫度靈敏板位置，結(jié)果一致為第3塊和第36塊；最后，對(duì)設(shè)計(jì)的側(cè)線精餾塔產(chǎn)品純度雙溫度控制方案進(jìn)行動(dòng)態(tài)模擬，結(jié)果表明：該塔面臨進(jìn)料流量擾動(dòng)(±20%)和進(jìn)料組成擾動(dòng)(±1 mol%)時(shí)，在約1.5 h后，再沸器熱負(fù)荷、塔板溫度和產(chǎn)品純度等參量均可回復(fù)至設(shè)定值，故該控制方案是有效可行的。

側(cè)線精餾；穩(wěn)態(tài)模擬；動(dòng)態(tài)控制；經(jīng)濟(jì)優(yōu)化

二甲醚(dimethyl ether,DME)作為一種新興的基本化工原料和替代燃料，廣泛應(yīng)用于制藥、燃料、農(nóng)藥等化學(xué)工業(yè)，還是未來制取低碳烯烴的主要原料之一[1-3]。近年來，在甲醇(methyl alcohol,MEOH)制二甲醚的工業(yè)生產(chǎn)中，常會(huì)遇到含有少量二甲醚、甲醇和水的分離問題。二甲醚作為輕組分，其沸點(diǎn)(-24.9 ℃)與甲醇(65 ℃)相差很大且濃度較低，采用液相側(cè)線精餾(塔頂采出高純度二甲醚，側(cè)線采出高純度甲醇)取代傳統(tǒng)雙塔精餾，不僅可以節(jié)約投資成本和能耗，而且裝置簡(jiǎn)單、易于操作和管理。因此，對(duì)二甲醚/甲醇/水側(cè)線精餾塔的優(yōu)化設(shè)計(jì)和動(dòng)態(tài)特性分析具有重要意義。

本研究首先利用Aspen Plus對(duì)二甲醚/甲醇/水側(cè)線精餾塔進(jìn)行穩(wěn)態(tài)模擬、經(jīng)濟(jì)優(yōu)化和溫度控制板的確定，在此基礎(chǔ)上利用Aspen Dynamics對(duì)設(shè)計(jì)的產(chǎn)品純度控制方案及動(dòng)態(tài)特性進(jìn)行研究，以期對(duì)實(shí)際工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)計(jì)、操作和控制提供指導(dǎo)。

V1—進(jìn)料閥；C1—液相側(cè)線精餾塔；P11，P12—出料泵；V11，V12，VS1—產(chǎn)品出料閥圖1 二甲醚/甲醇/水液相側(cè)線精餾分離工藝Fig.1 Distillation separation process with liquid sidestream for DME/MEOH/Water

1 工藝描述

二甲醚/甲醇/水側(cè)線精餾分離工藝如圖1所示。由于塔頂產(chǎn)品為低沸點(diǎn)二甲醚，故精餾塔操作壓力選定為11 atm以使用冷卻水作為冷凝器冷源。原料液FEED在飽和液體狀態(tài)下進(jìn)入精餾塔C1內(nèi)，其流量為100 kmol/h，組成(摩爾組成，下同)為二甲醚5%,甲醇50%，水45%，塔頂物流DME為二甲醚(xMEOH≤2%)，側(cè)線物流MEOH為甲醇(xDME≤2%)，塔底物流WATER為水(xMEOH≤2%)。

2 液相側(cè)線精餾塔的優(yōu)化設(shè)計(jì)

2.1 基礎(chǔ)工況的模擬分析

對(duì)于Aspen Plus工藝模擬而言，模擬結(jié)果的準(zhǔn)確程度取決于熱力學(xué)模型的正確選擇[4-5]。根據(jù)文獻(xiàn)研究，對(duì)該物系選用NRTL物性方法[6]，基礎(chǔ)工況嚴(yán)格模擬模塊(RadFrac)參數(shù)如表1所示。

表1 基礎(chǔ)工況嚴(yán)格模擬模塊(RadFrac)參數(shù)Tab.1 Rigorous simulation block (RadFrac) parameters of basic case

圖2 液相側(cè)線精餾塔的液相組成分布Fig.2 Liquid composition profile in the liquid sidestream distillation column

根據(jù)模擬結(jié)果，液相側(cè)線精餾塔的液相組成分布如圖2所示。從圖2可知：甲醇和二甲醚的組成在1～3塔板間存在較大變化，而在4～12塔板間變化不大，說明僅需3塊理論板即可實(shí)現(xiàn)二甲醚與甲醇很好的分離；甲醇和水的組成在32～45塔板間變化不大，而在46～52塔板間存在較大變化，說明僅需6塊理論板即可實(shí)現(xiàn)甲醇與水的很好分離。所以，精餾塔的側(cè)線采出位置和進(jìn)料位置分別設(shè)定為第4塊和第46塊更為合理。

根據(jù)上述分析，在產(chǎn)品純度保持不變的前提下，進(jìn)一步考察側(cè)線采出位置和進(jìn)料位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響。

2.1.1 進(jìn)料位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響

在產(chǎn)品純度和側(cè)線采出位置(第12塊)保持不變的前提下，進(jìn)料位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響如圖3所示。

由圖3可知，隨著進(jìn)料位置的不斷下移，再沸器熱負(fù)荷先減小后增大，最佳進(jìn)料位置可確定為第46塊，此時(shí)熱負(fù)荷最小。

2.1.2 側(cè)線采出位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響

在產(chǎn)品純度及進(jìn)料位置(第46塊)保持不變時(shí)，側(cè)線采出位置對(duì)塔釜再沸器熱負(fù)荷的影響如圖4所示。

由圖4可知，隨著側(cè)線采出位置的不斷上移，再沸器熱負(fù)荷不斷減小，結(jié)合圖2分析，可以確定最佳側(cè)線采出位置為第4塊。

圖3 進(jìn)料位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響Fig.3 Effect of feed stage on the reboiler heat duty

圖4 側(cè)線采出位置對(duì)再沸器熱負(fù)荷的影響Fig.4 Effect of sidestream withdraw location on the reboiler heat duty

2.2 優(yōu)化設(shè)計(jì)

精餾塔的優(yōu)化設(shè)計(jì)是指以全年總成本(能耗和固定成本)最小為目標(biāo)，滿足物料平衡、能量平衡和相平衡等約束條件，確定精餾塔理論板數(shù)、回流比和進(jìn)料位置等最佳參數(shù)[7]。以基礎(chǔ)工況的最佳操作參數(shù)為基準(zhǔn)，考察不同理論板數(shù)及相應(yīng)最佳進(jìn)料位置和最佳側(cè)線采出位置對(duì)能耗成本、年均固定成本及全年總成本的影響，以確定最佳設(shè)計(jì)方案。經(jīng)濟(jì)核算過程[8-9]如下：

塔高(m)

(1)

式中NT為總理論板數(shù)。

再沸器面積(m2)

(2)

式中：K1—傳熱系數(shù)0.568 kW/(K·m2)，ΔT1—傳熱溫差，34.8 K。

冷凝器面積(m2)

(3)

式中：K2—傳熱系數(shù)0.852 kW/(K·m2)，ΔT2—傳熱溫差，18 K。

塔器成本(＄)

(4)

塔板成本(＄)

(5)

換熱器成本(＄)

(6)

式中：M&S—Marshall & Swif指數(shù)，1 431.7；D—塔徑，m；Fc—校正因子；A—換熱器面積，m2。

年均冷卻水成本(＄/a)

(7)

式中：CW—冷卻水的價(jià)格，0.057 $/103kg；ΔTW—冷卻水溫升，18 K；CP—水的比熱容，4.183 kJ/(kg·K)；QC—冷凝器熱負(fù)荷，MW；T—年操作時(shí)數(shù)，8 000 h。

能耗成本(＄/a)

C5=3.6×QR×T×P。

(8)

式中，QR—再沸器熱負(fù)荷，MW；P—能耗價(jià)格，9.88 $/GJ。

全年總費(fèi)用(＄/a)

(9)

式中n為投資回收期，取5年。

計(jì)算結(jié)果如表2所示，理論板數(shù)取37為最佳設(shè)計(jì)方案。另外，根據(jù)表2有關(guān)數(shù)據(jù)可知理論板數(shù)對(duì)全年總費(fèi)用、再沸器熱負(fù)荷和回流比、能耗成本和年均固定成本、塔器成本和換熱器成本的影響，如圖5～8所示。

表2 不同設(shè)計(jì)方案的經(jīng)濟(jì)結(jié)果比較Tab.2 Comparison for economic results of different design schemes

*表示該列為最佳設(shè)計(jì)參數(shù)值。

圖5 理論板數(shù)對(duì)全年總費(fèi)用的影響Fig.5 Effect of theoretical plate number on TAC

圖6 理論板數(shù)對(duì)再沸器熱負(fù)荷及回流比的影響Fig.6 Effect of theoretical plate number on QRand RR

圖7 理論板數(shù)對(duì)能耗成本及年均固定成本的影響Fig.7 Effect of theoretical plate number on EC and ACC

圖8 理論板數(shù)對(duì)換熱器及塔器固定成本的影響Fig.8 Effect of theoretical plate number on HXC and CC

3 液相側(cè)線精餾塔的動(dòng)態(tài)控制

3.1 靈敏度板的確定

當(dāng)精餾塔進(jìn)料流量或組成發(fā)生波動(dòng)時(shí)，需要調(diào)節(jié)塔頂液相回流量或再沸器熱負(fù)荷以控制產(chǎn)品質(zhì)量。由于直接檢測(cè)產(chǎn)品純度的方法成本較高且存在滯后，故常采用靈敏板溫度控制法[10]。常用的靈敏度板確定方法[11-12]有以下四種：

1) 斜率判據(jù)

為了維持精餾塔的組成分布，防止輕組分流向塔底，重組分竄入塔頂，需要控制毗鄰塔板溫差較大的塔板溫度保持不變。側(cè)線精餾塔相鄰塔板的溫差曲線如圖9所示。從圖9可知，液相側(cè)線精餾塔的靈敏板為第3塊和第36塊。

2) 靈敏度判據(jù)

圖9 相鄰塔板間的溫差曲線Fig.9 Temperature difference curve between two adjacent trays

圖10 液相側(cè)線精餾塔的溫度增益曲線Fig.10 Temperature gain curves of liquid sidestream distillation column

3) 奇異值分解(singular value decomposition, SVD)判據(jù)

SVD判據(jù)是指將靈敏度分析得到的塔板溫度和塔頂采出量、再沸器熱負(fù)荷之間的穩(wěn)態(tài)增益矩陣K進(jìn)行奇異值分解(K=UσVT)，根據(jù)U向量與理論板數(shù)的關(guān)系曲線選擇控制器位置的方法[14]。該方法可以根據(jù)兩個(gè)奇異值的比值(條件數(shù))大小評(píng)價(jià)多控制器之間相互作用，從而判斷雙溫度控制結(jié)構(gòu)的可行性。

奇異值分解結(jié)果如圖11所示，U1與塔頂采出流量相關(guān)，U2與再沸器熱負(fù)荷相關(guān)。由圖11可知，靈敏度板為第3塊和第36塊，其塔板溫度分別有塔頂采出量和再沸器熱負(fù)荷控制。

另外，根據(jù)矩陣K的奇異值(σ1=1.789 6,σ2=1.272 9)計(jì)算的條件數(shù)為CN=1.789 6/1.272 9=1.406，其值很小且接近于1，從而表明兩個(gè)溫度控制器彼此相互獨(dú)立，就穩(wěn)態(tài)角度而言雙溫度控制結(jié)構(gòu)是可行的。

4) 主成分分析判據(jù)

主成分分析結(jié)果如圖12所示。由圖12可知，Zi值函數(shù)在第3塊板處取得最大值，第36塊板處取得最小值。因此，主成分分析判據(jù)所得靈敏板位置與SVD方法一致。

圖11 奇異值分解分析Fig.11 SVD analysis

圖12 主成分分析Fig.12 Principal component analysis

3.2 動(dòng)態(tài)控制

對(duì)于一個(gè)精餾塔來說，若要實(shí)現(xiàn)對(duì)其有效控制，至少需要四個(gè)控制器:回流罐的液位控制器；塔釜液位控制器；進(jìn)料流量控制器；塔板溫度控制器。當(dāng)精餾塔在高回流比(RR>4)條件下操作時(shí)，應(yīng)該采用D-V控制結(jié)構(gòu)，原因在于塔頂采出流量太小以至于不能控制回流罐的液位[15]。二甲醚/甲醇/水液相側(cè)線精餾塔的控制結(jié)構(gòu)如圖13所示，控制器FC、LC11、LC12、TC3和TC36分別控制進(jìn)料物流FEED的流量、塔釜液位、回流罐液位、第3塊塔板溫度和第36塊塔板溫度，側(cè)線流量與回流流量比例控制器RatioS1R1與側(cè)線流量控制器FCS形成串級(jí)控制。表3給出了各控制器的調(diào)試參數(shù)。

C1—精餾塔，V—閥門，P—泵，PC1—壓力控制器，LC—液位控制器，TC—溫度控制器,FC—進(jìn)料流量控制器，ΔT—死時(shí)間，X—比例控制器圖13 液相側(cè)線精餾塔的雙溫度控制結(jié)構(gòu)Fig.13 Dual-temperature control structure for liquid sidestream distillation column

表3 控制器調(diào)試參數(shù)Tab.3 Controller Tuning Parameters

圖14 進(jìn)料流量擾動(dòng)的過渡分析曲線Fig.14 Dynamic response curves against the disturbance in feed flow rate

圖15 二甲醚摩爾分率擾動(dòng)時(shí)的過渡分析曲線Fig.15 Dynamic response curves against the disturbance in DME mole fraction

控制板溫度(T3和T36)、產(chǎn)品流量(D和S)、再沸器熱負(fù)荷QR和產(chǎn)品組成(xD、xB和xS)面臨進(jìn)料流率擾動(dòng)(±20%)時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)曲線如圖14所示。由圖14可知，系統(tǒng)面臨進(jìn)料流量擾動(dòng)時(shí)精餾塔能很快達(dá)到穩(wěn)定，三股產(chǎn)品的組成在約1.5 h后均回到了它們的設(shè)定值。

控制板溫度(T3和T36)、產(chǎn)品流量(D、B和S)、再沸器熱負(fù)荷QR和產(chǎn)品組成(xD、xB和xS)面臨進(jìn)料組成(xDME和xMEOH)擾動(dòng)(±1 mol%)時(shí)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)曲線如圖15和圖16所示。由兩圖可知，系統(tǒng)面臨進(jìn)料組成擾動(dòng)時(shí)，精餾塔能很快重新達(dá)到穩(wěn)定且產(chǎn)品純度均滿足要求。

圖16 甲醇摩爾分率擾動(dòng)時(shí)的過渡分析曲線Fig.16 Dynamic response curves against the disturbance in methanol mole fraction

4 結(jié)論

以全年總費(fèi)用為目標(biāo)函數(shù)對(duì)二甲醚/甲醇/水側(cè)線精餾過程進(jìn)行穩(wěn)態(tài)模擬、優(yōu)化設(shè)計(jì)，確定最佳方案：理論板數(shù)為37、進(jìn)料位置為第33塊、側(cè)線采出位置為第4塊、回流比為44.07、塔徑為0.59 m、塔高32.6 m；應(yīng)用四種判據(jù)確定了液相側(cè)線精餾塔的溫度靈敏板位置為第3塊和第36塊。對(duì)液相側(cè)線精餾塔雙溫度控制方案進(jìn)行動(dòng)態(tài)模擬結(jié)果表明：面臨進(jìn)料流量擾動(dòng)(±20%)和進(jìn)料組成擾動(dòng)(±1 mol%)時(shí)，在約1.5 h后，再沸器熱負(fù)荷、塔板溫度和產(chǎn)品純度等參量均可回復(fù)至設(shè)定值，故該控制方案是有效可行的。

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(責(zé)任編輯：呂海亮)

Simulation and Control of DME/Methanol/Water Liquid Sidestream Distillation Column

ZHANG Zhishan1,LIU Meiling1,ZHANG Qingjun1,LI Guijie2,GAO Jun1

(1.College of Chemical and Environmental Engineering,Shandong University of Science and Technology,Qingdao,Shandong 266590,China;2.School of Materials Science and Engineering,Shandong University of Science and Technology,Qingdao,Shandong 266590,China)

Steady simulation and dynamic control of DME/Methanol/Water liquid sidestream distillation column were studied by using Aspen Plus and Aspen Dynamics.Firstly,through simulation analysis of the 10 design schemes with the total annual cost (TAC) as the objective function,the optimum separation configuration was obtained,in which the theoretical number of stages was 37,with the feed stage on the 33rd one and the liquid sidestream withdrawing stage on the 4th one,and the reflux ratio was 44.07.Secondly,four different criteria were used to determine the temperature sensitive tray location of the sidestream distillation column and it was discovered on stage 3 and 36.Finally,the dual temperature control scheme over product purity of the designed sidestream distillation column was simulated dynamically and the results show that when the column was faced with feed flow disturbance (±20%) and feed composition disturbances (±1 mol%),parameters of reboiler heat load,tray temperature and product purity returned to their respective set values,proving the effectiveness and feasibility of this control scheme.

sidestream distillation;steady simulation;dynamic control;economic optimization

2015-11-20

張治山(1975—)，男，山東德州人，副教授，博士，主要從事化工系統(tǒng)工程方面的研究.E-mail:tjzza@163.com

TQ28

A

1672-3767(2017)01-0063-09