高纯乙腈连续精制工艺模拟与优化-化学工程专业论文

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优秀毕业论文浙江工业大学硕士学位论文高纯乙腈连续精制工艺模拟与优化姓名：曾涵卫申请学位级别：硕士专业：化学工程指导教师：潘海天20110523精品参考文献资料 优秀毕业论文高纯乙腈连续精制工艺模拟与优化摘要精馏塔是分离过程中应用最为广泛的一种分离混合物的设备，在石油、化工过程生产中具有举足轻重的地位。然而精馏过程是以热能的消耗来换取石油化工产品的高耗能过程，其操作的优化对于提高产品的质量、降低能耗有着重要的意义。过程模拟、控制与优化技术是提高石油化工企业的经济效益、降低生产成本的主要技术手段。但精馏过程的塔系优化问题属于大规模复杂系统的非线性规划问题，其中基于机理方法建立的模型因经较多假设与精简而失其精确性，并且目标函数构建复杂，决策变量多且耦合严重，可行域不易确定，优化操作困难，因此在实际应用中存在很大困难。本文以某化工公司直接合成法生产乙腈为案例，在熟悉乙腈合成精制的工艺基础上，分析物性方法和精馏机理，对粗乙腈三元体系分离进行工艺模拟优化和控制的研究，以寻求简易可行的优化操作方法。主要内容和结果如下：l、针对高纯乙腈连续精制过程，深入分析精馏原理，对乙腈三元体系进行热力学气液平衡计算，并且最终选择NI汀L模型计算物质的热力学参数。然后将之应用于乙腈连续精制体系的模拟上，深入剖析，模拟结果与生产数据相接近，确定先进模拟系统、工艺知识和生产经精品参考文献资料 优秀毕业论文验相结合可以较好模拟精馏过程。2、介绍了三元气液平衡相图，并对乙腈精馏三元共沸体系进行了研究，分析模拟数据，对模拟过程提出优化方案。主要考查进料板、压力因素、出料量和回流比等因素对乙腈产品品质及精馏过程中能耗的影响，从中找出较为可行的优化操作控制区域，并确定了最适合操作参数。3、将优化操作参数应用于生产，针对该化工厂蒸汽供应不稳，干扰较大，特别是对象存在大时滞，并具有非线性与时变性等特点提出了控制方案，并付诸实践，根据生产反馈信息，乙腈纯度达到99．9％以上，回收率达到90％以上，节约能耗达30％。关键词：过程模拟，优化，控制，乙腈II精品参考文献资料 优秀毕业论文SIMULATIONANDOPTMIZATIONOFCONTINUOUSREFININGPROCESSFORHIGHPURITYACETONITRILEABSTRACTAssepamtionequipments，rectificationcolumnsarewidelyappliedintheseparationprocess，andtheyplayanimportantroleinpetrochemicalindust够However，petroche痂calspaidenergy—intenSiVelyfortheirproductioninrectificationprocess，sotheopti面zationofoperationissignificamtoimprovethequalityoftheproductsandreducetheene玛ycoIlsumption．Thisanicleattemptstotakeache耐calcompanydirectlysynthesisingacetonitrileasacase，atthebaseofbef．amiliarwithsynthesisprocessofacetonitrile，aIlalysisingmaterialpropertiesandthenlecllanismofdistillatioll’studytheprocesssimulatioIl，optiITlizationaIldcontl．oloftheseparationofacetoni仃iletenm巧system，and仃ytofindaeasywaytooptilllizingtheoperation．Themaincontentandtheresultsareasfollows：Atthebaseofbeingfamiliarwithacetonitrilesynthesisprocess，III精品参考文献资料 优秀毕业论文amlysisingmaterialpropertiesandthemechanismofdistillation，theprocesssimulatioll，optimizationandcontrolintheseparationofacetonitriletema巧systemisstudied，inordertofindaeasywaytooptimizingtheoperation．Themaincontemandtheresultsa爬asfollows：1，Forthecontinuousrefiningprocessofhighpurityacetonitrile，thisworkdeeplyamlyzedthemechanismofdistillation，andsolVedthegas—liquidequilib“umequationofthetema巧systems(aceton“rile-water-methan01)，andemployedtlleNRTLmodeltogetthethemodynamicparametersofmaterial．Thismethodwas印pliedtothesimulationofcontinuousrefiningprocessofacetonitrile，thesiIImlationresultswereclosetopracticaldata．ThisresultconfimedthatthecombinationofadVancedsimulationsysteI玛teclulologyandeXperiencescanforecasttheVariationofoperatingparametersintherecti矽ingprocess．2，Thephasediagramoftema巧vapor-liquidequilibriumwas印pliedtoanalysisthetripleazeon．opicsysteminthedistillationofacetoni仃ile．Thisworkinvestigatestheeffectofstage，pressure，outs臼．eamandrefluxratioonthepropertiesofmeconcen舰tionofacetoni仃ileandene唱ycoIlsumptionduringdistillationprocess，themost印propriateoperationparametellsweredetenninedbythe佗asiblecontrolregionofoptimizeoperation．IV精品参考文献资料 优秀毕业论文3，Theoptimalparameterswere印pliedtoputforwardcon仃olschemeintheproductioninchemicalfacto巧whichlladsomeproblemssuchasmesupplememofsteamwasunstable，especiallyexisted1a唱ertime-delaywhichwasnonlinearandtime-Variable．Accordingtothe佬edbackf幻mproductioIl，theconcentrationandrecoVeryofacetonitrilewas99．9％and90％，respectiVely，whilereduceene唱yconsumptionupto3O％．KFrWORDS：processsinlulation，optimization，controlling，acetonitrileV精品参考文献资料 优秀毕业论文第一章绪论1．1前言我国“十一五”规划纲要中明确提出关于经济社会发展的一些具有约束性指标的目标，其中之一就是资源利用效率显著提高，到2010年，单位国内生产总值能源消耗降低20％左右，单位工业增加值用水量降低30％。另外，在《国家中长期科学和技术发展规划纲要(200弛020年)》中能源排在重点领域首位，而且第一个优先主题就是工业节能，即坚持节能优先，降低能耗，攻克主要耗能领域的节能关键技术，大力提高一次能源利用效率和终端用能效率，重点研究开发化工、冶金等流程工业等主要高耗能领域的节能技术与装备，能源梯级综合利用技术。节能降耗作为我国发展工业的基本政策，对于实现经济和社会的健康可持续发展具有十分重要的战略意义。石油化工是我国国民经济发展的支柱产业，据统计，其能耗约占全国工业总能耗的15％左右，因此要达到《纲要》所提出的节能减排目标，对作为耗能大户的石化行业来说节能大有潜力，而且意义重大。石油化工装置中有两个主要的基本过程，一是反应过程，另一是分离过程。通常，分离过程的能耗通常要占装置总能耗的80％左右，在分离过程中最常用而且有效的方法就是精馏，精馏过程是以热能的消耗换取石油化工产品的分离提纯，在热力学上是低效的耗能过程，具有极高的热力学不可逆性，能耗很高，占分离过程总能耗的95％。因此，要降低石油化工装置的能耗，做好精馏过程的节能是关键。随着科技的进步，石油化工实现了综合生产，生产装置日趋大型化，产品品种精细化。要求一方面实现对整个装置的最优设计、最优控制和最优管理，另一方面也要兼顾可持续发展的需要，保证装置在安全、可靠，对环境污染最小的情况下操作。同时计算机技术的迅速发展和网络的广泛普及，使复杂的大系统的分析与综合成为可能，这就迅速地促进了过程系统工程学科的发展。使得采用系统工程方法对复杂的化工系统进行分析调控，研制和使用工业用化工流程模拟系统成为可能和必需。精品参考文献资料 优秀毕业论文1．2选题背景在当今世界能源口益短缺以及市场竞争日益激烈的情况下，对复杂精馏过程进行节能研究，以降低能耗，节约能源，减少成本，经济有效的改进精馏操作是一个非常重要且有价值的课题。因此，国内外流程企业每年投入大量资金进行技术改造，想方设法降低精馏过程的操作能耗。多年来，人们己采用了多种方法和手段对精馏过程进行节能增效的研究。一方面，采用高效规整填料代替普通板式塔或低效填料，改善再沸器或冷凝器的换热效果，改变精馏塔进料状态或进料位置，增设中间再沸器或冷凝器，应用热泵精馏、多效精馏、热偶精馏等特殊精馏技术，改变多塔精馏过程的流程，降低回流比，改变塔的操作压力等。这方面的研究国内外报道很多，而月．也取得了很大的进展。但这些方法大多是从工艺流程角度出发，需要对现有生产装置进行改造，或改变生产流程。在多数情况下，采用特殊的精馏工艺技术可大大减少操作能耗，但增加了节能设备而使设备投资增大。所以最大限度地节能并不一定是最经济的，而且节能措施往往使操作变得更为复杂，要求较高的控制水平。另一方面，利用流程模拟软件优化操作条件，并实施优化控制，或通过过程建模，应用智能优化技术优化操作条件，并用先进控制技术实现质量卡边优化控制，以降低操作能耗，提高产品回收率，减少污染排放。世界各国的经验表明：过程建模、控制与优化技术，是提高石油化工企业的经济效益、降低生产成本的主要技术手段，通过过程模拟，可增加产量、减少消耗、降低操作成本、保证产品质量、提高生产率等。例如，美国巴特尔斯公司在某芳烃装置的8个精馏塔上进行节能优化操作，每年可节约3lO万美元。因此，智能优化与先进控制技术的工程应用使越来越多的企业认识到自动化技术及产品是企业降低生产成本，提高产品质量与产量，提高企业经济效益的重要途径。对大量已有的装置进行技术改造和挖潜增效，这将会给流程模拟、控制和过程优化技术的研究与推广应用提供广阔的发展空间。同时，随着石油化工过程生产装置向大型化、集成化、复杂化发展，精馏操作的应用越来越广，分离物料的组分不断增多，分离的产品纯度要求亦不断提高，同时又不希望消耗过多的能量，这就对精馏过程的控制与节能优化提出了更高的要求。对精馏过程精馏塔进行模拟并优化操作是近年来过程控制研究应用的热点之2精品参考文献资料 优秀毕业论文一，也是精馏过程节能技术研究的热点之一。如黄华南的操作模拟分析(OSA)，魏寿彭等的过程模拟优化(PSO)技术，都主要着眼于物料流程分析：李国机等人提出的模式识别调优技术属于“黑箱法”，不需要过程机理；祝雪妹对精馏过程建立了静态数学模型，构建以最小能耗为目标的优化控制方法；李茂军等人使用PRO／II软件对丙烯精馏塔进行了仿真，并根据仿真结果对丙烯精馏塔进行了离线优化，收到了良好的效果；何大阔等人根据基于数学机理模型和塔板操作水力学模型对精苯精馏连续塔系过程系统进行建模，同时建立塔系稳态过程优化模型，利用改进遗传算法进行优化计算，实现连续精馏塔系稳态操作优化；吴国良提出了一种新型的精馏塔控制结构，在采用神经网络建立软测量预估的基础上，对精馏塔实现质量卡边的节能优化控制。虽然国内外关于这方面的研究已取得了一定的进展，但是这些研究中大多都是进行离线优化，不能根据装置当前的运行状况进行实时优化，且考虑的优化变量较少，优化效果有限，在一定程度上都影响了节能优化的效果。国际上著名的流程模拟软件开发公司也相继开发了操作调优技术，如SiIIlSci公司开发了基于ROM(严格在线模型化)的调优技术对全装置进行严格模拟，并找出最佳操作条件：壳牌公司也与SilllSci共同开发新一代的过程模拟与优化系统；SetpointInc、DMCInc等都开发了蒸馏过程的先进控制和优化控制软件包，这些软件在世界范围的数百套装置上得到了广泛的应用，并取得了很大的成功。但遗憾的是，由于技术保密等原因，这些系统的关键软件均未见报导。当前我国工业企业面临节能降耗的强大压力，总体能源供应紧张；整体环境压力越来越大：与先进国家比，存在总体效率、能耗的问题；市场竞争日趋激烈，迫使企业提高效率：各级政府对节约能源、清洁生产，建立可持续发展社会有越来越明确的认识，对企业提出了更加具体和严格的要求。随着智能优化与先进控制技术的工程应用，国内越来越多的企业清醒地认识到自动化技术与产品是企业降低生产成本，提高产品质量，提高企业经济效益的重要途径。发达国家的流程企业每年都要投入大量的资金不断提高生产过程的自动化水平，特别是应用适合于本企业生产流程的先进控制技术与过程优化软件产品。随着国际市场竞争的进一步加剧与国内节能减排政策的进一步从严，国内流程工业必将以优化流程、优化操作与优化控制为研究重点，以保证产品质量，降低生产操作能耗，降低生产成本，提高产品产量和企业经济效益为目标，实现清洁、绿色、高效生产，提高行业的自动化水平与国际竞争力，为我国流程工业的可持续发展创造优良条件。3精品参考文献资料 优秀毕业论文本文研究以乙腈连续精制过程的节能为例。采集生产数据，深入分析精馏过程原理，模拟生产过程，分析精馏工艺，寻求优化控制点，提出控制方案，采用先进控制技术，切实实现节能优化的目的。乙腈又名甲基腈，无色透明液体，极易挥发，有类似于醚的特殊气味。由于其具有特有的官能团腈基，因此具有优良的溶剂性能及比醇类更好的分配比和解吸能力，能溶解多种有机、无机和气体物质，与水和醇无限互溶，并且能发生典型的腈类反应，被用于制备许多典型含氮化合物，是一种重要的有机化工原料和有机中间体fl】。乙腈有一定毒性，易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃烧爆炸的危险。与氧化剂能发生强烈反应。燃烧时有发光火焰。与硫酸、发烟硫酸、氯磺酸、过氯酸盐等反应剧烈。乙腈可用于合成维生素A，可的松，磺胺类药物及其中间体的溶剂，还用于制造维生素Bl和氨基酸的活性介质溶剂，可代替氯化溶剂。用于乙烯基涂料，也用作脂肪酸的萃取剂，酒精变性剂，丁二烯萃取剂和丙烯腈合成纤维的溶剂，在织物染色，照明工业，香料制造和感光材料制造中也有许多用途。在石油工业、油脂工业、医药、农药、染料以及香料等领域得到广泛应用。高纯乙腈也可作为分析试剂用于高效液相色谱分析。随着我国医药行业以及石油化工各领域的不断扩展，乙腈的产能与市场的需求也将不断扩大。但是，国内乙腈精制技术与国外相比仍有一定差距。市场期待能研制出以下高纯乙腈：使用设备简单，制备方法能耗低，最大程度地抑制成本的上升；可面向医药中间体的合彪提纯用溶剂、DNA合成／提纯溶剂、电子部件的清洗溶剂等应用；能提纯至足以用作HPLC法流动相溶剂的水平。故今后乙腈精制技术的发展方向是不断开发节能、减排、环保的精制工艺，为市场提供优质产品，以减少进口，节省外汇。市场经济较好，经济效益显著。1．3研究内容本文以某化工公司直接合成法‘21生产乙腈为案例。在熟悉乙腈合成精制的工艺基础上，分析物性方法和精馏机理，根据生产数据，以通用化工过程系统模拟软件为工具，对乙腈三元体系进行工艺模拟研究，确定研究内容包括：4精品参考文献资料 优秀毕业论文1、研究高纯乙腈二三元共沸精馏特点，应用热力学物性方法，分析体系特性。2、通过工艺分析和生产要求，设计高纯乙腈连续精制工艺，模拟乙腈精馏生产过程，分析模拟结果提出问题。3、根据高纯乙腈连续精制过程特点，综合运用工艺知识、生产过程数据和操作经验，对各个因素进行模拟优化，寻找最佳操作条件，达到节能目的。4、应用先进的计算机监控技术与智能控制技术实现精制过程的实时监测与自动控制，实现节能目的。本研究希望通过工艺工程先进系统模拟生产，以乙腈三元共沸体系为案例，分析共沸精馏和变压精馏的特性，基于简单和广泛应用的精馏设备和控制系统，寻找可以节约能耗的操作工艺条件和控制方案。本文章节构成如下：第一章是绪论，介绍选题背景、研究内容。第二章是文献综述，对过程模拟进行了总结，详细叙述工艺工程先进系统的发展历程、特点和应用，对物性的热力学计算方法进行总结。第三章是乙腈连续精制过程模拟与分析，首先介绍了高纯乙腈的合成和精制工艺，对工艺过程进行了分析。其次选择适合于乙腈三元共沸体系的物性方法。然后对乙腈连续精制过程进行模拟，对模拟结果详细分析，寻找存在的问题。第四章是乙腈连续精制过程的优化，首先介绍了气液平衡三元相图，其次对上章提出的问题进行优化分析，寻找最佳的操作工艺参数，达到优化产品品质和节约能耗的目的。第五章是精制过程控制，首先介绍了控制原理，基于乙腈精馏过程的优化结果提出合适的控制方案，然后构建控制系统，将此控制系统在生产上应用，对生产情况反馈数据进行分析总结。第六章是总结，对本研究的进行情况进行总结和评价。5精品参考文献资料 优秀毕业论文第二章过程系统模拟2．1引言对精馏塔的分析、设计、操作、控制和优化所做的详尽研究几乎已持续了一个世纪之久。直到计算机问世，研究中得到广泛应用的是手算一图表法。自大约1950年起，人们使用了模拟式和数字式计算机模拟解决众多的工程问题。精馏分析中所包含的气一液相平衡迭代计算以及逐板组分平衡问题都很适合数字计算。开始时大多数工程师都自己写程序，解的是描述精馏塔稳态操作的非线性代数方程组和描述其动态状态的非线性常微分方程组。许多化学公司、石油公司都自己开发了内部用的工艺模拟程序，其中精馏都是一种重要的单元操作。1980年代中期，商业化的稳态模拟软件逐步崛起，现在已经主宰了这一领域。2．2过程模拟过程系统工程，或化工系统工程，是将系统工程学的理论和方法应用于过程工业领域的一门边缘学科，是化学工程学的一个分支。过程系统工程的基本内容就是从过程系统的整体目标出发，根据系统内部各个组成部分的特性及其相互关系，确定在规划、设计、操作和控制等方面的最优策略。化工系统工程主要包括模拟、优化、灵敏度分析和系统综合等，过程系统工程的研究手段主要是采用数学模型的方法进行研究，即过程系统模拟。在化工系统工程中，过程系统模拟是基础，而且实用化程度最高，不论从学科发展还是从对国民经济发展的作用角度上讲，其具有中心地位。过程系统模拟是指建立过程系统的数学模型或描述模型并在计算机上加以体现和试验。过程系统模型是指借助有关概念、变量、规则、逻辑关系、数学表达式、图形和表格等对系统的一般描述，把这种模型转换成计算机上可执行的程序，并给出系统参数、初始状态和环境条件等输入数据后，在计算机上便可进行计算并得出结果，通过对结果的分析来控制和优化过程的设计和操作。化工过程模拟计算是计算机化工应用中最为基础、发展最为成熟的技术。实际上，利用计算机高超的能力解算化工过程的数学模型，以模拟化工过程系统的6精品参考文献资料 优秀毕业论文性能，这种技术早在50年代已开始在化学工业中应用。经过50多年的发展，现在已经成为一种普遍采用的常规手段，广泛应用于化工过程的研究开发、设计、生产操作的控制与优化，操作工的培训和老厂技术改造方面。而且随着计算机硬件的性价比的迅速提高、软件环境的改善与丰富，过程模拟技术发展的势头只会有增无减。这种发展的动因可归结为以下几方面：(1)化工行业市场竞争激烈，要求化工新产品、新工艺开发周期短，数学模拟模型可以大大加快筛选进度、减少实验工作量、提高工程放大倍数、降低研究开发成本，从而提高市场竞争能力。(2)老厂面临越来越严酷的竞争，环境保护规定越来越严格，安全规定及质量要求越来越高，而过程模拟正是计算机辅助操作运营CAPO的基础，对于老厂改善操作、优化控制及挖掘技术改造具有重要意义。(3)过程模拟也是计算机辅助工艺设计CAPO的基础，是每个化工过程设计单位不可缺少的手段。稳态模拟是对一化工流程建立适当的数学模型，并在约束条件下，用计算机进行求解，去预测一个过程。对于大系统而言，用物料衡算去确定工艺流程中各流股的物料变量和流量、温度、压力和组成。现代化工、石化、天然气加工等生产中计算机模拟正越来越广泛的应用于单元操作、装置优化和工厂评价。基于质量平衡、能量平衡、物性数据库和精确化工计算的计算机模拟系统已在许多装置上离线和在线运行。如果考虑模拟对象所要求的时态本质关系，过程模拟可分为稳态模拟和动态模拟两种【341。2．2．1稳态模拟稳态模拟【5-9】是化工过程流程模拟研究中开发的最早和应用最为普遍的一种重要技术，它包括：物料和能量衡算、设备尺寸和费用计算以及过程的技术经济评价。普遍所说的化工流程模拟就是指稳态模拟。稳态模拟的核心环节包括系统模型、物性数据和解算方法三要素。化工单元的操作模块是其辅助环节。从数学的角度看，化工过程流程稳态模拟的实质是求解一非线性方程组，此方程组由单元模块方程、流程联结方程和规定方程构成。不同的模拟方法在于求解非线性方程组的方法不同，主要有模块法、联立方程法和联立模块法(双层法)。7精品参考文献资料 优秀毕业论文从应用范围来看，化工流程模拟系统可分为两大类：专用的和通用的化工流程模拟系统。两者既有共同之处，即都具备模拟系统的三个核心环节，也有明显区别。(1)专用化工流程模拟系统专用流程模拟系统是针对特定流程专门开发的，不具有通用性。由于只具有专用性，该系统的特点是结构比较简单，模拟计算效率高，结果准确。例如：在模型方面只需备有该流程中涉及的单元模型即可：在物性数据方面也只需备有该流程中涉及的物料的有关物性数据即可；在解算方法方面也相应较简单，例如由于对流程内各单元的求解顺序已如上述可由模拟系统的开发者预先排好，就不必要求模拟系统具有执行排出各单元的求解顺序这一任务的功能。(2)通用化工流程模拟系统通用流程模拟系统是指并非针对特定流程开发的、对不同流程均适用的、带有通用性的化工流程模拟系统。其具有柔性结构，可用于模拟各种工艺过程。为了能够具有这种通用性，这类系统的结构比专用系统要复杂得多。【10】如要给用户提供尽可能多的单元模块，尽可能大的物性数据库，以及允许用户根据自己的需要扩展系统的适用范围等。同时它还要求使系统能够识别出流程内的某些如复杂回路等的复杂情况，以及具有确定合适的计算顺序等许多功能，使系统能够自动地按照这种流程结构依次调用各有关的单元模块，以实现整个流程的模拟运算等等。当前商品化的流程模拟系统一般由以下几部分组成：输入、输出系统；单元操作模块库；物性数据库；数值解算模块库；执行系统。【11】2．2．2动态模拟动态过程系统模拟的用途如下：(1)了解装置经受动态负荷变化的能力及可操作性；(2)分析开、停车及外部干扰作用下的动态性能，为装置及其控制系统的设计提供依据；(3)通过仿真计算，在多种控制方案中优选：(4)用动态模型代替实际装置对操作作出动态响应，开发达到训练目的的操作人员培训器；(5)用计算机动态模拟手段代替教学实验设备，培养学生试验研究能力。其中前三种用途的动态模拟系统为设计型动态模拟系统，后两种为培训型动态模拟系统。动态过程系统模拟的发展比稳态模拟晚10年左右。设计型通用动态模拟系统8精品参考文献资料 优秀毕业论文具有标准单元操作动态模型库，用户不必提供数学方程式。这类系统有美国的DYNSYS，DYFLOWH和我国80年代开发的DYSPEN等。总的来说，设计型动态模拟系统尚处于不成熟阶段，应用上有局限性。而模拟培训系统60年代开始用于化工厂操作培训器，70年代商品化，80年代得到广泛应用。现在国外已开发出这类动态模拟软件的外壳，在这种开发环境下针对具体化工过程进行开发，可以提高效率近一倍，如SiIIlcon公司的GEPURS．Autodyllamics公司的Audysim等。80年代我国引进了几种类型工厂的模拟培训系统10套(每套投资为5旺80万美元)，同时也自行研制了火力发电厂(清华大学开发)，大型合成氨厂(化工部、石化总公司开发)等模拟培训系统，在这方面与国外的差距正在缩小，但尚未建立自己的动态模拟软件外壳工具。2．3过程模拟优化2．3．1过程优化过程优化是生产过程设计开发的关键，对于提高过程的经济效益具有极为显著的作用。它是指，在过程系统性能、特点所给定的约束条件下，找到使系统的性能指标或者目标函数达到最小(最大)的设备参数和操作条件【121。过程在线优化是指综合应用过程建模技术、优化技术、先进控制技术以及计算机技术。在满足生产安全要求及产品质量约束等条件下，不断计算并改变过程的操作条件，使得生产过程始终运行在“最优状态”。在线优化技术应用的前提条件是【13】：(1)DCS的广泛应用，可以提高常规控制水平；(2)先进控制理论与实践的发展，使过程操作更加稳定；(3)计算机技术、包括网络及实时数据库系统的发展，使实时数据的传输和大量的模型计算成为可能。根据SiITlulationScienceIlic．引用Han’sFuelTechnologyandMa彻gementMagaziIle的数据，APC和过程优化所带来的效益的比例大约是l：1。钱伯章指出，在线优化获益要比先进控制高2~5倍㈣。ChemShare公司认为，闭环在线优化所带来的经济效益，相当于DCS和各种先进摔制手段所带来的经济效益的总和，并指9精品参考文献资料 优秀毕业论文出闭环在线优化的投资只有APC的三分之一。匡卓贤提供的数据说明【15】，世界范围APC产出和投入的为1．5：l，而优化为15．5：1．可见在线优化的成功实施是企业获取最大经济效益的必要保证。正是基于流程模拟与优化的巨大经济效益和市场需求，世界上很多化工工程公司都开发了流程模拟和优化软件，并已有多年开发经验，例如，Aspentech公司的模拟从诞生到现在已经有30多年的历史。据报道，国外已有19家软件公司相续推出了在炼油和化工过程专用和通用的流程模拟软件56种，已有21家公司推出石油化工优化软件28种。其应用领域涉及天然气加工、原油蒸馏和分馏、烷基化、催化重整、催化裂化、加氢、溶剂脱蜡、减粘裂化、延迟焦化、硫回收、乙烯装置、合成氨、PET(聚酯)、苯乙烯、氯乙烯单体、用能组合掣161。gPI的MS(generalPROcessModelliIlgSysteIIls)是英国PSE公司于1997年推出的基于模型的计算软件包，它主要面对化工生产对象，是由英国帝国理工学院系统工程中心，以Pantelides教授等为首的学者研制开发的模型开发的模型化与模拟软件，其钱身是英国帝国理工学院的SPEEDUP软件包。gPROMS是一种面向方程的过程模拟与优化软件，它与面向单元的模拟软件不同，不受过程和模型的限制。过程模型方程可以是稳态的或动态，模型可以是代数方程、微分方程、积分方程，或兼而有之。其内置的特有的DAE求解算法和动态优化算法的强大求解能力，在间歇过程、动态优化等动态过程和稳态过程的起停以及切换过程而备受青睐。另外，各公司在反应器、换热网、聚合等过程的模拟上也各有其特色产品。此外，还有S硫ci公司结合美国壳牌石油公司的流程模拟产品Opera的Remeo，HonevweU公司的先进控制和优化软件包ProfitSuite和英国KBC公司的桌面炼油软件Petro缸e等。上述公司所开发的产品以通用性为主，另外一些公司则专门针对某些装置开发产品。如BatchProcessResearchCo印oration的MultiBatc}lDS用于间歇蒸馏的设计和模拟；CoIlt妣ntalControlsInc．分别开发的优化控制软件适用于天然气的生产；BryanResearch&EngiIleer堍，Inc．的ProsiIIl主要用于碳氢化合物的分离过程；Chemstatiolls，Inc．的CC．Batch和CC．ReACS分别用于间歇蒸馏和间歇反应的模拟等。到1997年，已有150～200套装值应用了在线闭环优化，到1993年有超过20家公司推出了超过60种的优化摔制(OPT)软件【17】。10精品参考文献资料 优秀毕业论文精馏塔是分离过程中应用最为广泛的一种分离混合物的设备，在石油、化工过程生产中具有举足轻重的地位。精馏过程优化是实现精馏过程最优经济效益的主要手段，对于提高产品的质量、降低能耗有着重要的意义。精馏过程的模拟与优化已成为目前化工流程模拟软件的一个核心。2．3．2精馏过程优化模型过程优化是建立在过程准确的数学模型基础上的，模型的精度是影响优化结果的主要因素，由于精馏过程常常具有时变特性，因此，建立准确的过程数学模型及其实时校正技术就显得非常关键。为了保证优化结果满足实际过程，通常还需要给定约束条件，以便及时剔除不符合实际过程的优化结果。影响过程优化能否应用于实际过程的另一大因素是寻优时间，虽然在实际过程中优化计算的频率并不高，但是由于精馏过程数学模型求解时间长，因此，势必影响寻优的速度，为此必须建立快速易解的精馏过程数学模型。自【Meis．Matheson提出著名的逐板计算方法，精馏过程稳态数学模拟的研究取得了很大的发展，形成了逐板计算方法、矩阵计算方法和非稳态过程计算方法等三类主要方法【18。201。Boston和l沁sseU提出的通用精馏塔内外圈迭代算法使得精馏过程的稳态模拟收评进一步提高，成为现在工业流程模拟软件精馏塔模拟的核心算法【2心21。这些算法均基于传统的封闭式方程建模思想，对精馏过程模拟简单有效。但是，即使是简单的精馏优化计算，都需要进行两层迭代，即内层的模拟计算和外层的寻优计算。从而优化时间长，难以应用到工业过程的在线优化中。20世纪90年代以来，包括ASPEN公司在内的世界各个大型流程模拟软件公司都将研究重点转向开放式方程建模的联立方程求解法，并纷纷推出各自的商品化软件。由于在线优化的实时性要求高，封闭式方程建模方法难以满足要求，因此，开放式方程建模与优化就成为过程在线优化技术中的关键。由于严格机理模型的建立非常困难，很多研究者直接采用上述成熟的软件进行对象特性的研究。这种方法虽然简便、快捷，但关键算法无法获得，难以发现和解决深层次的问题，结论也比较肤浅。精品参考文献资料 优秀毕业论文2．3．3精馏过程优化方法过程优化是生产过程设计开发的关键，对于提高过程的经济效益具有极为显著的作用。一般，过程优化有三种基本方法：(1)Box的稳态调优技术【23】：(2)基于过程数学模型的优化计算方法【24-25】；(3)基于过程动态模型的实时辨识调优技术【261。目前，在精馏过程的优化中大多采用的是第二种方法，即基于过程数学模型的调优技术。它的原理是将描述过程系统的数学模型作为最优化的约束条件，然后采用最优化方法，如线性、非线性规划等来优化目标函数，得到过程的最优设定值。由于精馏过程高度复杂、高度非线性以及约束条件复杂，其优化问题大多属于有约束的多变量非线性系统的优化问题。因此，优化算法的选取是优化问题的关键之一，可以采用有约束条件下的优化算法、不依赖于模型导数的算法和非线性算法。无约束优化算法(如单纯刑法、坐标轮换法、步长加速法、RDsenbrook算法等)以及依靠模型导数的算法(如最速下降法、牛顿法、共轭梯度法、拟牛顿法，广义简化梯度(GRG)法等)，一般是不适合的，除非将它们予以改进【271。如采用SUMT类方法(内点法、外点法、等约束罚函数法、混合罚函数法、无约束罚函数法等)将有约束级值问题转换为无约束极值问题【28。311，或采用线性逼近方法将非线性问题转换为线性问题等。虽然状态变量数量众多，但只有优化问题的决策变量和目标函数的自变量与优化问题直接相关，大多数状态变量只在非线性系统的模拟计算中使用。针对这一特点，基于严格机理模型的优化方法可以分为以下几类。(1)单纯形法及其衍生方法。如Box于1965年提出的复合形法，可变容差法等。(2)基于随机搜索的方法。例如Kirkpatric于1983年提出的模拟退火方法，以及遗传算法吲等。(3)将优化算法与工艺知识相结合，利用对象特殊性简化优化过程；对于单个精馏塔，由于可行域很窄，寻优方向明确，因此可以采用启发式搜索的方法，以12精品参考文献资料 优秀毕业论文提高寻优速度。(4)采用专家系统和人工智能或神经元网络的方法【33‘341。同时也还有一些新的算法出现，如多重判断矢量方法(MDV)、混沌优化法等【35。361。精馏过程的塔系优化问题属于大规模复杂系统的非线性规划优化问题。解决这类问题的方法主要有系统分解与协调法、可行路径法和不可行路径法等三类【371。求解非线性规划问题的解法，一致公认比较好的有：逐次线性规划算法(se．quentialliIlearpro黟anlIIliIlg，SLP)、序列二次规划算法(sequentialquadratiCpro．黟ammiIlg，SQP)、广义简约梯度算法(generalizedreduced伊adient，GIⅪ)和扩展的拉格朗日乘子法(augmemedla铲angian，AL)【38弓91。这些方法的不同之处在于每步迭代中对优化命题的非线性程度或曲率有彳<同的假设，对约束和目标函数有不同的处理策略‘401。由于化工过程的模型通常具有较严重的非线性，因此可以粗略地说，优化算法对问题的曲率信息了解越多，算法的效率就会越高。SLP在每步迭代中将约束和目标函数线性化，因此没有利用曲率信息，虽然它也属于不可行路径方法，但是对过程优化问题往往效率不高，特别是当最优点不在边界点上时。GRG属可行路径法，只是利用了目标函数的曲率信息。AL类似于GRG算法，只是属于不可行路径方法，同样没有利用约束的曲率信息。SQP算法是唯一同时利用了目标函数和约束两方面信息的算法，它是一种不可行路径算法。SQP将目标函数用二次函数近似，因此构造的是一系列二次优化问题。而二次规划f411又可以由Kuhn-Tuck盯条件转化为一组线性规划问题来求解。SQP算法从20世纪70年代末期开始在数学计算领域得到充分发展。其良好的性能很早就得以认识，并在过程系统问题的优化中得到应用，如采用联立方程法的Benm、Locke和采用序贯模块法的Biegler、Hughes、Chen、Stadtherr【41461。现在，通用的商品化SQP算法已趋于成熟，只要流程模拟软件中带有流程优化功能的大多都采用了SQP算法。据DMCC公司和DOTP公司的介绍，SQP已经可以适用于90000个以上残差方程的联立优化。对SQP的改进主要是在效率和可靠行两个方面。对此卡内基梅隆大学的LorenzT．Biegler教授和他的学生做了大量细致有效且富有创意的工作‘47。541。其主要的思路是利用过程对象的特殊性，如复杂过程的优化维数虽很高但是自由度并不多，精馏塔模型的三对角结构、数据调和命题的最小二乘形式的目标函数等，13精品参考文献资料 优秀毕业论文充分利用这些优化命题的结构特点，采用变量分解降维、稀疏矩阵等技术，构造出更有效、更可靠的算法。清华大学的陈丙珍教授‘551对SQP的标度化问题、QP相容性问题也作了进一步的探讨。总的来说，SQP算法已经成为求解复杂工程系统优化问题的首选算法。而且在工业领域的应用方面也取得了显著的成效【5"71。但SQP也不是万能的，它在处理大规模的优化命题，特别是如何处理高维Hessian矩阵及确定积极不等式约束集方面还有待解决。除了SQP外，目前还有一些非线性规划算法值得注意，例如内点算法和序列凸规划算法。内店算法是在修正障碍函数法的基础上发展起来的，其主要优点是优化求解的迭代次数不随着规模的增大而增大，这对大规模优化命题的求解非常有利。序列凸规划算法的基本思想是通过一系列的凸线性化子问题来代替非线性规划问题，该算法可以扩展到大规模命题求解，并且在某些领域得到成功应用，也比较值得关注。基于非线性规划的优化方法都需要求取优化命题的一阶导数信息，甚至需要求取二阶导数信息，都是基于导数信息的优化方法。基于导数信息的优化方法虽具有快速求解的优点，但求解结果一般是局部最优解，并且要求优化命题具有良好的模型结构，函数必须连续可导。在优化领域中还有一类不需要导数信息的优化方法，这类方法原理较为简单，容易实现，并且不需要精确的模型信息。这类算法中，有很多具有启发或者具有仿生学的特点，例如遗传算法、模拟退火算法、神经网络算法、蚁群优化算法和粒子群优化算法等，另外一些无导算法则为经典的直接搜索方法或者根据该方法思想发展起来的一类无导优化算法(d嘶vative仔eeoptiIIlization)。以上无导优化方法由于不需要导数信息，所以优化求解的效率很低。另外，基于启发式和仿生学原理的优化算法一般针对无约束或者简单边界约束的优化命题，对于存在较多复杂等式约束和不等式约束的优化命题十分困难。非凸过程的优化计算比较困难，并且不易遇到。在上述方法中，可行域都是凸集【58】。一般来说，算法简单，收敛速度快的算法在工业装置上的应用比较普遍和成功，如单纯形类方法、变量轮换法、序列二次规划法(SQP)等【251。在理论上比较复杂的遗传算法，人工智能方法等，由于理论本身尚不完善，还需要进一步发展‘59击o】。14精品参考文献资料 优秀毕业论文2．3．4精馏过程控制精馏过程是石油、化工生产中普通使用的单元操作，其性能的好坏直接影响产品的质量和生产过程的能耗。随着全球范围能源危机的日益加深以及石油价格的不断上涨，如何提高过程的生产效率、降低过程的能耗已经引起各国关注。精馏过程作为化工生产过程中的高能耗装置自然成为人们最为关注的对象，精馏过程控制作为达到上述目的最有效的手段同样也受到了高度的重视。精馏过程控制的研究经历了一个相当长的发展时期，而且至今已形成了化工过程控制中的一个独特的分支，但是它的发展却远不能令人满意。直到20世纪60年代初期，它的控制仍停留在几个参数的单回路控制的水平上。虽然Shinskey和Luvben等人对精馏过程的控制很早就提出了物料平衡、能量平衡的思想，进一步阐明了精馏控制的意义和目的，而且使得精馏控制的分类更加明确，但是这一切并不能给精馏控制带来本质的前进[61舵】。计算机的飞速发展和日趋普及，使得精馏过程的计算机优化控制№3彤1成为可能；现代控制理论的发展也为精馏过程控制提供了强有力的调节手段‘椎741。70年代末，法国、美国几乎同时成功地将预测控制应用到精馏过程中，并取得了世人瞩目的成就，也开创了精馏过程控制的新编章。80年代中期，Setpo缸、DlJponnt、S硫on等公司相继推出了商品化的精馏过程控制的系统化软件，已经将自适应控制及线性多变量控制理论应用到精馏过程中。然而，精馏过程是一个复杂的传热过程，不仅具有严重的非线性、分布参数及时变特性，而且各通道之间存在强耦合作用，从而加深了精馏过程控制的难度，并要求控制系统不仅具有较好的控制效果，而且具有较强的鲁棒性。2．4模拟计算基础化工过程的模拟计算中‘75刁71，必须进行物料衡算和热量衡算。其中对物性的热力学计算通常占有相当的工作量，因此热力学方法的选择对流程模拟计算至关重要。有时相平衡计算的微小差异会对塔设备的计算带来很大影响，因此热力学计算方法的合适与否决定了模拟过程在物系特性上能否真实反映实际的气液相平15精品参考文献资料 优秀毕业论文衡情况。通常来讲物性方法包含以下四方面内容：(1)理想体系(2)状态方程方法(3)活度系数方法(4)特殊关联法通过这些物性方法来计算热力学性质和传递性质。物性方法主要计算气液平衡、液液平衡以及热力学焓值。由于理想体系和特殊关联法针对性比较强，应用范围较小，下面只对状态方程方法和活度系数方法分别进行简要介绍。2．4．1状态方程法对于早期开发的状态方程，基本上只能用于气液平衡的计算，难以计算液液平衡，随着模型方程的不断修正与发展，目前有不少状态方程模型也能较好的适用于液液平衡计算。状态方程模型一般都是半经验半理论的方程，常用的有两大类：一类是立方型方程，在范德华方程的基础上对斥力项和引力项做出不同修正得到。另一类是多参数方程在维里方程的基础上修正，具有较多参数。几种主要的状态方程模型有：Ridlich-Kwang方程，Soave-Ridlich-KwaIlg方程，Peng—R_obiIlson方程和Patel-Teia方程。2．4．2活度系数法化工过程所涉及的溶液一般都是非理想性较大的实际溶液，不服从拉乌尔定律或逸度法则。Lewis提出以活度嘶代替浓度而。这样实际溶液对理想溶液偏差就归结为a，对柏的偏差，这个偏差程度用活度系数竹表示：丫尸旺觑(2—1)只要求得活度系数竹就可很方便地进行相平衡计算。化工生产中的物系一般是多组分的复杂体系。对于工业上所需的多组分相平衡数据，全部由实验求取是不现实的，采用适宜的热力学模型，就能从少量的实验数据推求全浓度范围的气液平衡数据。这就是寻找各组分的活度系数与组成的函数关系的目的。随着热力学理论与实践的不断发展，现已提出很多半理论半经验的方程式来16精品参考文献资料 优秀毕业论文关联y与x。例如威尔逊(Wilson)方程以及NI汀L方程等。这些方程被称为半理论半经验的方程，是由于它们都是根据不同的溶液模型提出来的，但这些方程中的参数又必须通过实测的数据来确定。然而借助这些方程却可以大大减少实验的工作量，同时又能够获得完整的气液平衡数据。(1)Wilson方程1964年Wilson提出了局部组成的概念，推导出了混合超额自由焓的方程式。、矾1son的这一贡献，使活度系数计算方法的研究进人了一个新阶段。Wilson方程是以无热溶液为基础的，其活度系数方程表达式为：lIl托=一lIl(五+人·：屯)+．砭‘i_=芋％一j=-三专嘉】(2-2)h扎一坂t¨：阳州i％一丢‰】(2-3)式中，A12、人12称为Wilson参数，可表示为“=每eXp卜譬】(2-4)A2l=葛eXp[_≮芦(2-5)式中二元交互作用能量参数(912-911)和(921i＆2)需由二元气液平衡的实验数据确定。通常采用多点组成下的实验数据，用非线性最小二乘法回归求取参数最佳值；V，7和V27分别是组分1和2纯液体时的摩尔体积。显然要使用、矾lson方程需要大量的实验数据，准确计算二元交互作用能量参数，进而顺利使用此方程。(2)NRTL(Non-RandomTwo—Liquids)方程M玎L模型与Wilson模型相似，是以局部组成和局部摩尔分数为基础的。该模型能准确模拟非理想溶液的气液平衡和液液平衡性质。该模型需要二元交互作用参数，Aspen数据库包含了许多从文献上的实验数据回归出来的二元交互作用参数。可应用于部分互溶体系，能使液液平衡与气液平衡统一关联，克服了Wilson模型的不足之处。Renon和Prausnitz修正了局部组成表达式，并在双流体理论的基础上提出了NI汀L方程：17精品参考文献资料 优秀毕业论文h靠锄著斋+瓦‘2G12(2-6)+一G12)2ln托=彳【罴一∥百‰(2-7)其中：G12=exp(一％2q2)G2l=exp(—位2lf2I)q2=(912一922)／尺丁f2l=(92l—911)／R丁其中，G为自由焓：n玎为厶．，两分子间的交互作用参数，和二元交互作用能量参数一样由气液平衡和液液平衡数据回归得到。(3)UNIQUAC模型(通用似化学模型)AbIrams和Prausnitz以Guggelllleilll的似化学溶液理论为基础，应用Wilson的局部组成概念和统计力学方法建立了一个所谓“通用似化学模型”(UniversalQuasi．chemicalModeD，简称UNIQUAC模型，可用于非极性和各类极性组分的多元混合物，预测气液或液液平衡资料。UNIQuAc模型中的克分子过剩自由能矿函数由两部分组成，分别是组合部分(ConlbiIlatorialPan)和剩余部分(ResidualPan)，组合部分主要是反映分子大小和形状对矿的影响，而剩余部分则主要反映分子间交互作用的影响。活度系数扮由组合活度系数和剩余活度系数两部分组成，组合部分丫，主要反映分子大小和形状对活度系数n的影响，而剩余部分舻则主要反映分子间交互作用对活度系数)，胸影响。(4)uNIFAC模型(通用基团活度系数模型)UNIFAC法把溶液看成是由基团混合成的，将混合物中每一组分的活度系数与组成混合物分子的各基团的基团参数联系起来，以有限量的基团数去取代千千万万的化合物及其所组成的不计其数种溶液，每种基团的基团参数及其相互作用参数由已有的相平衡数据推算得到并制成表格备用，这样，对于未知的溶液，在没有实验数据的情况下，仍能以合理的精确度估算得到活度系数。在做法上UNIFAC法也将组分的活度系数分为组合部分和剩余部分lIl杉=lIl芹+h∥(2-8)18精品参考文献资料 优秀毕业论文式中丫fc为组合活度系数，反映溶液中各种基团的形状与大小；矿为剩余活度系数，反映溶液中各种基团的相互作用的影响。组合活度系数采用如下计算公式h竹=h妾+吾吼h鲁+‘一鲁芸_‘c2-9，‘=要(‘一g，)一(‘一1)(2．10)式中，z为晶体的配位数，一般取z=lO；xf为溶液中f组分的摩尔分数；砩和矽r分别为f组分的平均表面积分数和平均体积分数，其值按下式计算B2麸(2-11)谚2麸(2-12)其中，gf与，f为纯组分f的结构参数，分别由构成该组分的各基团的相应参数叠加而得吼=∑∥g(2一13)‘=∑磷订R(2一14)式中，，，l为f组分中所含基团种类；q”为f组分中所含基团后的个数；g为基团七的表面积参数；风为基团尼的体积参数。基团表面积和体积参数值可由相关热力学数据表查到。剩余部分活度系数用下式计算111∥=∑以1hL一】11《1(2一15)式中，n为基团Ji}的剩余活度系数；磷’为基团后在仅含f组分分子的“参考”溶液中的剩余活度系数；研为溶液中所含基团种数；基团七的剩余活度系数计算公式如下19精品参考文献资料 优秀毕业论文lll‘：Q【1一lIl(羔舀，纵)一羔(旦)】(2．16)州闰∑百。％式中旁』为基团／的表面积分数；鲰和％称为j与k基团相互作用参数；其定义分别为百，：孚生(2-17)∑Q％纵=e)【p(一学)=时争(2-18)％=eXp(一％笋)=eXp(一等)(2-19)其中，％，％表征配偶基团，与尼之间的相互作用，称为基团配偶参数；纵称为基团交互作用参数，它是基团／和基团七之间相互作用能与两个七基团之间作用能差异的度量，其单位为K，且啄如移，并且假定基团交互作用参数与温度无关。因此每一对基团存在两个基团相互作用参数。基团相互作用参数必须从相平衡数据计算得到。Q为基团／的表面积参数，可查表得到；髯为基团歹在溶液中的基团分数，其定义为∑矽而一=÷专一(2-20)∑∑u‰式中，而为溶液中f组分的摩尔分数；u?’为f组分中基团／的个数。w，eidlich和Gmehlich在1987年对UNIFAC模型进行了修正，并且在1993年利用多特蒙德数据库(DonmundDataBank)中的最新实验数据，对基团相互作用参数进行了拟合。修正的切mFAC模型在准确性和应用范围等方面都要比原来模型有较大的改善。同原型的UNIFAC模型比较，修正的UNIFAC(Dortmund)模型仅是在范德华性质与基团相互作用参数的计算方面作了些修正。要想在气液平衡或液液平衡计算中得到精确的结果，必需使用二元参数。而二元参数的来源需要大量的实验研究和面对海量的文献数据。面对这一繁琐的工20精品参考文献资料 优秀毕业论文作ASPENPLUS从大量的文献收集资料建立了丰富的二元参数数据库和快捷方便的调用系统，更为方便的是，ASPENPLUS拥有强大的自定义功能。工作者可以将大量的实验数据都放入数据库，并使用数据回归系统确定二元参数，方便下次试验计算的调用。2．5小结本节对过程系统模拟进行详细综述。首先概述了过程模拟的背景、发展和研究的领域，特别是稳态模拟的历程。然后介绍了过程模拟优化和控制。最后特别介绍了模拟计算的基础——物性热力学方法计算，并重点总结了几种应用范围较广的活度系数法。21精品参考文献资料 优秀毕业论文第三章乙腈连续精制过程模拟与分析3．1引言蒸馏是一种典型的分离液体混合物的单元操作，在石油医药化工生产中应用广泛，例如：石油通过蒸馏可以得到汽油、煤油和柴油等；通过蒸馏液态空气可分离得到纯态的液氧和液氮等。蒸馏分离过程依据的是混合物中各组分的挥发性不同，当汽液两相平衡时，各组分在两相中的相对含量不同，具体的说易挥发组分在汽相中的含量相对液相中较高，而难挥发组分在液相中的含量比汽相中高。利用液体混合物中各组分间挥发性差异这种特性，通过加入热量或去除热量的方法，让液体混合物形成汽液两相系统，并使得两相相互接触进行热量交换和质量传递，致使易挥发组分在汽相中增浓，难挥发组分在液相中增浓，从而实现混合物内组分的分离，这种方法统称为蒸馏．精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏；根据混合物的组分数，可分为二元精馏和多元精馏；根据是否在混合物中加入影响气液平衡的添加剂，可分为普通精馏和特殊精馏(包括萃取精馏、恒沸精馏和加盐精馏)。若精馏过程伴有化学反应，则称为反应精馏。综上所述，精馏是采用回流的工程手段，使由挥发度不同的组分组成的混合液反复地进行部分汽化和部分冷凝，实现多次的易挥发组分和难挥发组分反向扩散传热传质过程，从而使料液分离为高纯度产品。3．2乙腈精制工艺3．2．1乙腈的合成和精制目前，合成乙腈的方法很多，有间接法和直接法。间接法主要是丙烯氨氧化精品参考文献资料 优秀毕业论文生产丙烯腈同时副产乙腈的方法，产量是丙烯腈产量的2％～3％，是以前工业生产乙腈的主要来源。2008年以来，由于丙烯腈下游化纤和纺织行业低迷，全球丙烯腈产能大量下降，市场供应不足，促使直接合成乙腈工艺在近期得到空前发展。现在纺织行业不再低迷，但是直接合成乙腈工艺已经悄然占据重要的位置。直接合成法主要有甲醇氨氧化法、乙醇氨氧化法、乙酸氨化法、乙炔氨化法、丙烷氨氧化法、乙酰胺氨化法及硫酸二甲酯与氰化钠作用法等。合成乙腈常含水、丙烯腈、醚、氨等各种杂质，甚全还有乙酸和氨等水解产物，但其中的最大组分杂质是水，常压下乙腈与水形成最低恒沸物，恒沸温度76℃，含水17．4讯％。工业化分离乙腈一水恒沸物主要采用两种方法：变压精馏和萃取精馏。2004年R印ke【781等在变压精馏系统环境下，对分离乙腈一水混合物热集成的过程性能进行了研究，他们采用GPROMS语言编写的严格动态模型分析过程的波动性能，特别是进料浓度和进料流率的变化，对变压精馏系统中由进料波动引起的良好过程性能进行了说明。2005年R印ke等人对变压精馏条件下，分离二元均相共沸混合物的可能性进行了进一步的研究，尤其是对连续以及间歇过程的过程性能、应用等方面进行了分析讨论【791。此后R印ke【删等人成功建立了基于严格动态模型采用变压精馏分离均相共沸混合物乙腈一水系统的复杂分离过程。Ke汹Huang【81】等人分别对乙腈一水的普通和热集成变压精馏塔进行了研究，并进行了比较，在高压的精馏塔段和低压的提馏塔段之间进行热集成，分析了精馏／提馏段热集成的经济效果，提出了用于热集成变压精馏过程概念设计的有效程序，并且建议在过程综合以及设计中同时考虑冷凝器／再沸器热集成和精馏段／提馏段热集成。Ivo肌et【82】等人研究了采用乙酸丁酯作为萃取剂分离乙腈一水的测试问题，在系统中与萃取剂形成的非均相共沸物不是最易挥发点条件下的非均相间歇共沸精馏的可行性，研究使用了基于可行性方法的组成曲线图，可行性研究回答了过程是否可行以及实现分离目的需要一个或者两个塔段。通过简捷计算曲线图决定了适当的操作步骤(例如分离顺序)、进料比以及回流比对可行性的影响。王晓艳‘83】通过实验筛选了用于分离乙腈一水共沸物系的溶剂乙二醇，测定了含乙二醇的乙腈一水物系的汽液相平衡关系，获得了乙腈一水在溶剂乙二醇存在下的全浓度范围内的气液平衡数据及相图，确定了二元系wilson方程的Wilson常23精品参考文献资料 优秀毕业论文数，小试操作获得纯度为99叭％以上的无水乙腈，并在此基础上设计了工业用精馏塔。周金波‘841采用乙二醇为溶剂间歇萃取精馏分离乙腈一水共沸混合物，测定了乙腈一乙二醇体系的气液平衡数据，并拟合出其Wilson活度系数方程参数，进行了乙腈一水共沸混合物的间歇萃取精馏实验，实验结果表明采用乙二醇作溶剂可以有效分离乙腈一水共沸混合物。何桃瞽851采用加盐变压精馏研究乙腈一水共沸物系，并对该过程进行模拟以及实验，结果表明得到明显的改善。3．2．2乙腈精制工艺分析某化工公司采用硫酸二甲酯与氰化钠直接合成法生产乙腈，其产品的纯度为99％，其中水含量为l％，甲醇含量小于0．ool‰。而国际市场乙腈产品质量标准的优级品指标是在99．9％以上，因此该公司产品生产工艺需要进一步的改进和优化，才能被各行业广泛应用。反应物硫酸二甲酯与氰化钠在水溶液中直接反应生成乙腈等产物，混合产物经加碱等化学方法处理后，其主要成份为乙腈、水、甲醇、硫酸钠及甲酸钠。对于此单相混合物系，根据沸点的不同，可采用常压蒸馏的方法先后将有机物从水相分离，但由于甲醇和水均会与乙腈形成共沸混合物，因此蒸馏出的液体为水、乙腈与甲醇的三元混合物系，其中大部分为水(45％以上)和乙腈(5l％以下)，甲醇含量较少(4％以下)。要得到高纯度乙腈产品，需进一步加以分离，脱除其中的甲醇和水。(一)甲醇的脱除三元混合物系中甲醇与乙腈形成共沸物，乙腈与水也形成共沸物，但甲醇与水不形成共沸混合物，并且其量少，因此可采用常规精馏的方法先将甲醇从乙腈和水的混合物中分离【861。图3．1为100l【Pa大气压下，乙腈和甲醇的汽液相平衡关系图。24精品参考文献资料 优秀毕业论文I=葛黜2彳／／』／／／。．／、．。么／OO．2040．6O．8L．峋u妇MporMoI目fr3cC2H制图3一l乙腈和甲醇的汽液相平衡关系(二)水的脱除乙腈优良的溶剂特性使其与水能无限混溶，且与水存在共沸物，常压下沸点约为77℃，共沸物中乙腈质量分数约为83％。由于乙腈与水存在共沸组成，单纯的精馏只能得到含量在83％左右的乙腈，不能满足企业生产的需要。在石油化工行业中，乙腈与水的分离通常采用变压精馏法【87-881，即利用共沸物的组成随压力发生变化的特点(降低或提高压力可以打破常压下水．乙腈形成的二元共沸点，从而改变共沸物组成)，采用两个不同压力的精馏塔进行变压精馏脱水，从而达到分离目的。图3．2为lookPa大气压下，乙腈和水的汽液相平衡关系图。T-xyfbrH20，C2H3NooI_＼T．x100．0kPaT．y100OkPa蚺西＼＼o。西＼‘、峤∞f＼力o∞＼．{＼么夕O0．20．4O．6O．8L畸u础^，aporMddtacC2H3N图3．2乙腈和水的汽液相平衡关系25精品参考文献资料 优秀毕业论文(三)流程设计根据以上工艺技术和生产数据采集，高纯乙腈连续精制工艺流程如图1所示。该流程是三塔连续精馏操作的过程。先将水、乙腈与甲醇的三元混合物系泵入常压脱醇塔进行常压精馏，控制好塔釜(78℃)及塔顶温度(68℃)，甲醇与乙腈共沸物从塔顶采出，粗乙腈从塔釜采出并存储于二塔进料罐中。接着将粗乙腈先在减压塔中精馏(塔压30l(Pa，塔釜温度61℃，塔顶温度45℃)，塔顶得到含水量较低的水和乙腈的共沸物，然后再将此共沸物送到加压塔精馏(塔压400l【Pa，塔釜温度130℃，塔顶温度120℃)，在塔顶蒸出含水量较高的水和乙腈的共沸物并返回二塔进料罐重新脱水，塔底部得到脱水后的高纯乙腈。此工艺中精馏塔操作压力的选择要兼顾工业实施时的技术、设备等条件的限制，还要尽量使工艺简单、乙腈损失少。一般控制减压塔顶轻组份中水的质量分数为14％左右，加压塔顶轻组份中水的质量分数22％左右，即可使加压塔底部抽出的乙腈含水的质量分数小于5x104，满足生产要求。该工艺流程短、设备投资少、操作方便、易于控制，并且需连续操作，适合乙腈生产能力较大的化工企业，不适用于中小型企业作为溶剂回收。26精品参考文献资料 优秀毕业论文图3．3带控制点的乙腈连续精制工艺流程图27精品参考文献资料 优秀毕业论文3．3物性方法选择乙腈精馏过程中涉及常规精馏、减压精馏、加压精馏等分离技术，而系统相平衡关系是进行分离过程模拟的基础。因此，根据有关体系的热力学平衡数据，建立可靠的热力学模型，对于全过程的准确模拟是十分重要的。物性方法的选择往往因系统的非自由度和操作情况比如温度、压力、参数、组成等因素而异。表3．1是两种常用模型适用特点的简单对比。表3．1阿种模型埘比状态方程模型活度系数模型描绘非理想状态有一定局限性能描绘高度非理想液体需要较少的二元参数要求许多二元参数参数随温度适当外推二元参数与温度密切相关在临界区一致在临界区不一致待处理物料由水、乙腈和甲醇构成，其中水和乙腈占了99％以上。这三者都为极性物质，因此需要选择对非理性液体处理能力强的活度系数模型。乙腈精馏过程操作条件没有涉及混合物临界区，乙腈精馏体系中也没有超临界组分，因此NI盯L、UNIQUAC和UNIFAC皆适用。分别应用这三种活度系数模型对乙腈精馏体系进行计算。显然这是一个庞大的计算过程，先不讲计算的准确性，这个巨大的工作量就要华一个月的时间，而若要保证不出错，至少需要进行一次核对，而这又要花费不少时间。因此要有效而快速的解决这一问题就需要借助计算机模拟的帮助。匈en模拟系统很好的解决了这一问题，其强大的数据库和灵活的自定义功能给了研究极大的便利。采集某化工公司的精馏塔塔板数据，根据现场设备使用时间、腐蚀程度、传质传热效率等等因素进行必要的处理，换算成理论塔板数进行研究，并且取各理论塔板效率为100％。对乙腈连续精制工序优化完成后，再对现场乙腈精馏过程的操作优化进行指导。塔系相关参数如表3．2所示。待处理物料中水、乙腈和甲醇的质量分数分别为0．27、0．69和0．04，进料量为100kg／11。其中冷凝器为全凝器，为第一块理论塔板，再沸器为最后一块塔板。28精品参考文献资料 优秀毕业论文表3．2塔的相关参数应用A印enPlus的活度系数模型，分别在三种活度系数模型基础上对系统进行模拟，各出料结果在下表3．3列出。表3．3模拟数掭将各个计算方法的结果和采集数据比对(水，l％；乙腈，99％；甲醇，0．000l％)，可以看到，采用ⅫRTL方法的热力学物性计算方法与原值最接近。因此接下来的计算都是基于NRTL物性计算方法。3．4精馏模拟与分析从工程的角度来说，建立一个过程的模型一般要经历以下几个步骤：l、首先要明确建立模型的目的。如果是为了深入研究精馏过程的本质规律和其中的传热、传质现象，可能需要从微观机理出发，从分子运动模型开始，建立起复杂的梢馏机理模型；如果是为了对精馏过程进行控制和优化，则只需从宏观角度出发，利用质量平街、能量平衡和相平衡规律对该过程进行描述即可。不论是哪一种模型，其数学表达式必须相对简单，以便求解。2、对模型做出合理假设，确定模型的应用范围。化工过程一般都比较复杂，要想得到简单的数学模型，通常都要对系统作出一定的假设。合理的假设有助于对复杂过程的理解和描述。正是因为模型有一定的假设，因此也就有一定的适用范围。3、选择合适的模型参数。与模型结构一样，模型参数的正确与否，对于模型的正确性有很大的影响。为了进行控制，模型中的参数最好是可以通过实验测定29精品参考文献资料 优秀毕业论文的。4、建立模型的数学表达式。主要是依据过程所遵守的客观规律，以数学的形式将其描述出来。5、进行模型校验与修正。任何一个模型是否合理，都需要用实验来检验。如果模型与实验结果不相符，那么就需要修正模型，即回到步骤2，直到模型可以满足实验结果，这个模型才算建立成功。从以上几个步骤可以看到，建立一个完善可行的化工单元数学模型是一个庞大的工程。首先化工过程系统是一个复杂繁琐而极其巨大的体系，一个研究无法全面又细微地进行，只能取其中的一个片段进行一定程度的探讨。本研究针对乙腈三元混合物尝试进行模拟优化。要通过以上步骤建立通用的灵活精确的乙腈精馏模型是一个极具挑战的艰难课题，先不论其巨大的工作量，在模型建立的过程中需要进行必要的简化，通过各种约束和算法再现简单的精馏，这样得到的模型极有局限性和针对性，对后面的操作优化研究十分不利。前文已经介绍过却enPlus，该系统具有工业上最适用而且完备的物性系统，自带有包括5000多种纯组分的物性数据，为用户计算提供了参考依据。更具有实用价值的是它还提供灵活的数据回归系统(DRS)，可以回归实际应用中任何类型的数据，计算任何模型参数，包括用户自编的模型。其物性常数估算系统(PCES)还能通过输入分子结构和易测性质来估算短缺的物胜参数。更方便的是脚en系统能提供快速可靠先进的收敛方法，使循环物料和设计规定迅速而准确地收敛，这些方法包括直接迭代法、正割法、拟牛顿法、Broyden法等。因此下面对乙腈精馏过程的模拟研究借助该系统来进行。不过，用于计算机模拟的工艺流程模块图与实际工艺流程图有区别，在模拟计算用的流程模块图中，需要对某些工厂设备进行分解或组合建模处理，从而将实际生产中的过程设备进行简化。如生产中经常用三通阀来进行物流的合并和分流，但并不把三通阀当作一个单元操作模块，在模拟计算时则需要分别建立相应的混合(m议er)或者分流(spliaer)单元模块：相反，生产中相当重要的中间槽以及贮槽，在稳态模拟计算中不作为设备模块考虑，在对整个流程进行计算的时候，所有的换热设备均采用简捷计算模型，即仅指定该设备的操作条件如绝热、温度、压强等和换热所要达到的目标和温度、蒸汽分率、泡点状态、露点状态等，对换热器实际导热系数、换热面积等均不考虑，可以选用最简单的换热单元操作模块30精品参考文献资料 优秀毕业论文来代替即可。工程上通常先制定工艺包，包括流程图、操作条件、分离要求等，再考虑设备设计，如换热器、塔等的机械设计。乙腈精制流程模块图如图3—4所示。图3-4工艺模拟简图根据图3．4工艺模拟简图和表3．2塔的相关参数建立模拟系统，各塔压力的转换由压力泵提供，采用Nl汀L模型进行气液平衡和相关数据计算。3．4．1甲醇塔分析采用常规精馏的方法先将甲醇从乙腈和水的混合物中分离。在开车后，通过再沸器加热塔釜物料，料液升温汽化形成气相流大量向塔顶聚集，在全凝器冷凝下液化形成液相流流回塔釜，并在与气相流逆向会流时进行传质和传热，逐渐趋向气液平衡，在甲醇塔内形成温度、各组分分布，如图3．5所示。31精品参考文献资料 优秀毕业论文岫_，一／。，一一／。／尘，暑Ef墨△{|．?，123456789101112Stage图3．5甲醇塔温度分布图甲醇和乙腈形成最低共沸物，泡点温度为63．62℃，因此甲醇塔顶首先冷凝出来的为甲醇一乙腈混合物，系统稳定后，在塔顶馏出物中还会有少量的水，因此塔顶温度将会略高于此泡点温度，因此从塔板温度图上可以读到第一块塔板温度约为67℃。图3．6为常压下，水一乙腈气液平衡相图。在系统稳定后，塔釜基本上为水和乙腈混合物，而且乙腈的质量分数约为70％左右，从乙腈一水的汽液相图上看出，这时的温度约为77℃左右，这与图3．5上最后一块塔板(塔釜)温度吻合。＼T-x100．OkPa。＼．＼T·y100．0kPa＼f‘＼|．＼|‘、u芒暑霉9dEo卜‘1．1．{彳＼．‘＼、I．夕。．么0O．10．2O．3O．40．5O．60．70．80．91Uquid，VapOrMassI怕cC2H3N图．3．6乙腈一水气液平衡相图32精品参考文献资料 优秀毕业论文图3．7a，b是甲醇塔内液相和气相各组分分布。可以看到，为了保证更多的脱去甲醇，塔顶馏出物中的乙腈含量超过了最低共沸组成，甚至带出少量的水。水为最重组分，因此可以看到气相中水组分的质量分数较液相中水的质量分数要低。／，二_‘^1--√一TT—八J。-一'一^‘J／一0C2H3NL．．√‘-_——^rrT／．／矿——一c-—一H20，一●CH40-。一—一——《卜一COH3N-芒-巴／口口——√■一CH40、／，r一I一X．EE'×》／。、k-—√／＼--．√．><．1—一k<／＼h、～k，～^_-一P’’～图．3．7a甲醇塔液相组分分布图图．3．7b甲醇塔气相组分分布图图3．8是甲醇塔内部气相流和液相流的流率分布。从图上可以很清楚的看到第5块塔板为进料板，在这里液相流流率突然变大，并且稳定后，在后面的提馏段基本保持这个数值，而塔釜出发的气相流在第5块塔板遇到流率变大的液相流时，受到较低温度的影响减少流率，直到塔顶冷凝成液相。●．1lil．{1|／／。十■。j∈，!a'·Y|’o妇∞rFIOw；旦LL|fl}Stage图．3—8甲醇塔气液相流率分布表3．4给出甲醇塔组分分离程度的数据。由表3—4可以看到甲醇组分从塔顶分离出96％以上，同时乙腈也被去除了7％以上，以及部分的水组分。理论上甲醇馏出可以达到loo％，从分离度数据可以看出甲醇塔还有调整空间。33精品参考文献资料 优秀毕业论文表3_4甲醇塔分离度3．4．2减压塔分析乙腈优良的溶剂特性使其与水能无限混溶，且与水存在共沸物，常压下沸点约为77℃，共沸物中乙腈质量分数约为83％，显然一般来说，常压下蒸馏得到的乙腈质量分数无法这个值。通常乙腈与水的分离采用变压精馏法，即利用共沸物的组成随压力发生变化的特点(降低或提高压力可以打破常压下水．乙腈形成的二元共沸点，从而改变共沸物组成)。减压塔的进料是从甲醇塔塔釜而来，根据生产经验，将绝对压力调整到70l(Pa，即可使得塔顶出料的水质量分数约为14％左右，破开常压下的乙腈一水组分比。图3．9为30kPa(绝对压力)压力下，乙腈一水的气液平衡相图。r‘＼＼T—X30．0kPa＼．T—y30．OkPao‘f＼‘＼．＼苟|．‘＼巴3L。、oo。I‘＼．QE卜-、．I。＼；彳00．10．20．30．40．50．60．70．80．91Liquid，VaporMassfracC2H3N图．3．9乙腈一水气液平衡相图图3．10给出减压塔塔内温度分布情况。可以看到塔顶温度不到45℃，塔釜温度不到47℃。从图3．9气液平衡相图，可以发现，30kPa压力环境下，当乙腈质量分精品参考文献资料 优秀毕业论文数在20％～100％范围内共沸物温度都是在46℃附近。／o坐J三＆l巴￡辈l—_—，／123456789101112Stage图．3．10减压塔温度分布而图3．11a，b气液相组分分布图给出减压塔内乙腈质量分数在塔釜位置为最小值但是其值大于25％。气相中乙腈的质量分数在85％左右波动变化。因此塔内温度分布在46℃附近。■．dl——_，-_■_，帐——《p一}∞宙——-c}一C2H3N星———，一CH40器墨一'■___’-一'—-—-《-．√'-__·-‘。一一图．3．1la减压塔气相组分分布图．3．1lb减压塔液相组分分布图3．12为减压塔气液相流流率分布图。可以看到，第5块塔板为进料板。热流体进料后部分随液相流流向塔釜，部分瞬间汽化壮大上升的气相流。再看塔釜乙腈出料流率较大，使得乙腈蒸馏小完全就从塔釜排除，这样塔釜乙腈质量分数始终难以下降，同样温度也就难以升高。这可以解释为什么模型跑出来的温度和生产采集的温度有差距。35精品参考文献资料 优秀毕业论文U5≮、玉l卜皇H|壹j／言一——YaVV●rn，w、、一、～．．。～．I0L旧uIdFlaw正／／＼：2345678910111Stage图．3．12减压塔气液相流率分布表3．5给出减压塔组分分离程度的数据。减压塔内残余的微量甲醇大部分随乙腈从塔顶出馏，而水也有30％左右随之馏出。再看乙腈，约有10％左右从塔底被排出，不但造成较大的损耗，而且也不利温度的控制。虽然减压塔达到了破开常压下乙腈一水的共沸组成，但显然还有调整优化的空间。表3．5减压塔分离度3．4．3加压塔分析从加压塔塔顶蒸出含水量较高的水和乙腈的共沸物并返回二塔进料罐重新脱水，塔底部得到脱水后的高纯乙腈。根据前面参数设置，加压塔压力为400l【Pa，在这个压力环境下的气液相平衡如图3．13所示。400kPa压力下乙腈一水的共沸温度为121．9℃，乙腈质量分数为75．35％。36精品参考文献资料 优秀毕业论文T一)(y‘『0rH20JC2H3NIlllT．X400．OkPa卜‘＼．T—y400．0kPa＼．。|＼＼．史巴f．＼3■一①QI＼^E∞、．卜_＼．／l’‘＼‘＼}＼》．‘＼．1／么．700．10．20．30．40．50．60．70．80．91L．quid／VaporMassfracC2H3N图3．13乙腈一水气液平衡相图图3．14给出加压塔塔内温度分布情况。可以看到塔顶温度约为122℃，塔釜温度约为132℃。从塔顶温度基本和压力环境下乙腈一水最低共沸温度吻合，可以估计塔顶馏出的物流为乙腈一水共沸物。／o／巴墨．／三＆E／o厂卜-．／。一一。123456789101112Stage图3．14加压塔温度分布塔釜温度与400kPa压力下纯乙腈沸点温度(132．8℃)相近，这可以推断塔釜得到的为目标产品。图3．15a，b(气液相组分分布图)中所显示的塔顶塔釜组成也说明了以上推断。从前面两塔带来的残余甲醇由塔顶流出，塔釜杂质再一次得到处理。37精品参考文献资料 优秀毕业论文o—一、——-_(一一撼，专一‘√'—J-，。t矿，一一——o—H20、---√L．——‘I——o—H20口l——。’一c2H3No——‘_一CH40星l—。o—cH40-芒器墨￡一一，l×_’‘一k’一k、-'’叫X～k、＼k～k～卜＼～卜、～k～色，b!j_～图．3．15a加压塔气相组分分布图3-15b加压塔液相组分分布图3．16为加压塔气液相流流率分布图。可以看到，第5块塔板是进料板。冷流体进料后，加强内回流，削弱上升气相流，加强提馏段处理效果。oVaDorFIOw0LfauIdFlow卜——1r／／-·-。’‘一一一卜，一一姜里|』／言。／√一，f正j厂．／‘-_-_’^l。IⅪ＼7厶．：123456789101112Stage图3．16加压塔气液相流率分布下表3．6是加压塔各组分分离度。塔釜甲醇已被除尽。水的分离度达到99％以上，塔釜基本上为乙腈，但是从模型计算得到的水含量还没有达到品质要求(水的质量浓度小大于5×10弓％)。总的来说，加压塔还需要进行工艺分析和优化。表3．6减压塔分离度38精品参考文献资料 优秀毕业论文3．5小结本节以乙腈连续精制为例，模拟连续精馏工艺。首先详细阐述乙腈连续精制工艺。选择NRTL活度系数法作为物性的热力学计算模型。设计工艺流程的模块图解，模拟乙腈连续精制工艺。模拟结果和生产数据相吻合，表明模拟过程的可行性。同时分析工艺的不足，提出问题，分析其原因，为优化研究寻找突破方向。39精品参考文献资料 优秀毕业论文第四章精制工艺优化4．1引言精馏系统问题归根到底有两个问题——设计问题和定额问题。“设计问题”，亦即试图找出最佳的塔级数；“定额问题”，则是对于给定的塔，在塔板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。本研究属于定额问题。对乙腈连续精馏建立大型非线性方程组，改变被控变量寻找最优化操作条件。在此必须要引起注意的是，求解一个大型联立非线形代数方程组，是非常困难的。由于数值计算的问题，并不能保证一定能找到方程组的解。此外，假如不运用良好的工程经验判断来选择求解目标值，实际上就不会有可以找到的解。例如，假设的精馏塔级数小于该分离过程所需的最小级数，则无论如何调整被控变量的值，也不会产生所期望的结果。另一个可能出现的问题就是多重解。由于方程组是非线性的，就有可能存在多重解。某些时候，方程会收敛于某一个解，可是其他时候又会收敛于另一个解，这些都要依初始条件而定。通常比较好的办法是求解此非线性方程组时，一次只对一个变量收敛，而不是同时求解数个变量。在本研究中，首先调整迸料板。进料板为塔物理参数，在进料状态较为稳定的情况下一般小会进行调整。因此有必要优先确定。然后确定最佳压力、温度达到节能的目的。这是精馏体系最为重要的系统因素。而后研究出料量对高纯乙腈品质的影响。再后再通过调节回流比对出料产品的指标收敛。研究现场操控波动的影响。先变动馏出物流量，因为馏出物流量对全塔组分的变化影响要较回流比强，二者在现场中最容易产生波动。精品参考文献资料 优秀毕业论文4．2三元体系相图在进行乙腈精制工艺优化之前，很有必要对乙腈精馏三元体系深入剖析。对三元体系气液平衡有一定的了解对于乙腈的精馏分析和优化很有帮助。4．2．1三元混合规则三元体系可以用二维的三元相图表示。体系内虽有三种组分但是摩尔分数的累加和必然为1。因此，只要指定两个摩尔分数就可以确定体系的组成。三元体系图最有趣也最有用的一点是“三元混合规则”，即假如两股三元物流彼此混合，则混合物的组成，在三元体系图上，就处在两股物流对应坐标点的连线上。图4．1所示即为三元混合规则在精馏塔上的应用。当然，塔的作用是分离而不是混合，但是几何线的形状是一样的。蛔№她雎对H20I100．02o图4-1水一乙腈一甲醇三元图常压条件下，基于NI汀L模型进行气液平衡衡算，绘制乙腈、水和甲醇三元体系图。可以看到各纯组分在三角形顶点上，各温度为相应组分在常压下的沸点温度。水一乙腈线上的温度点(76．53℃)是二者的最低共沸点，可以从图上读得其共沸组成，水的摩尔分数为32．55％，乙腈的摩尔分数为67．45％。乙腈一甲醇线上的温度点(63．62℃)是二者的最低共沸点，可以从图上读得其共沸组成，乙腈的摩尔分数为19．36％，甲醇的摩尔分数为80．64％。41精品参考文献资料 优秀毕业论文若记塔顶物流D，对应的组成为砌l和砌，在此，精馏塔顶出馏点应该为乙腈甲醇的共沸点，塔釜物流B的组成为妇l和砌，进料物流F，对应的组成为zl和Z2，正处在D．B联线上。这一几何关系是由总的摩尔平衡和全塔组分平衡推导出来的：p铂+曰(4一1)尼l_D砌1+锄l(4—2)尼2刮兔现+取砚(4—3)将第一个等式代入第二第三方程，并变换方程求得D／B的比率为：罢：王鱼=进(4．4)、’Bz口l—zlx口2一z2XO't锄吃=盟之一JD2oB姗岛=塑二L；I●x舵一：2xD2z2)c日2图4—2三元混合共线证明将式(4．4)继续变换可以得到盟=盟o。。。。。。。。。。一一‘。oo’——————一(4．5)-●●。，-z2一·b2％2一z2结合图4．2表明，上述方程左右侧正可以定义为角臼l和晓的正切函数，而结论就是两个角度必定相等，所以点D和B之间的连线必穿过F。这种直线式关系在推断和优化乙腈精馏三元体系的结果时非常的有用。4．2．2三元体系残留曲线在研究三元体系时，对残留曲线的分析是很有用的。假设在容器中有一初始组成为xl(o)和规(o)的三元混合物，并维持某固定的压力。将气相物流连续地从容器42精品参考文献资料 优秀毕业论文中脱除，将容器中残余的液相的组成在三元组成图上标出曲线。残余曲线的生成可以用数学方法表示为在容器‰中液相的动态摩尔平衡以及各组分的动态组分平衡。单位时间内气相的抽出摩尔数障示为华：一矿(4-6)dt竺掣：吨。(4-7)df当然，而锄的值是通过系统的气液平衡相互关联的。将上述第二式展开并将第一式代入可得：‰鲁+_警=一％(4-8)出．‰孑+乃(一y)一侈，(4·9)(争鲁=_一乃(4-10)要=xf—y，丽2_一乃(4-11)(4‘11，上述参数口是一个无因次时间变量。最后一个方程模拟了随着残余曲线的生成物料组分的变化。图4-3所示即为在该操作中液相再和气相弦随时间如何变化的，其特定的数学模型为组分A，B，C的三元混合物，其相对挥发度为恒定值，姒=4，qB-2，而盱l。液相的初始组成为瓿印．5且xB：o．25。液相的初始量为100mol，气相的抽出速率为1mol／单位时间。注意A组分因为是最轻的，迅速的从液相中耗尽，液相中B组分的浓度的确曾有所增长，此后又趋向减少。43精品参考文献资料 优秀毕业论文'∞钧舯、、y^＼j、|一＼m塞∞≮j＼}=正0＼、j150∞∞＼j‘Idj?Ⅵ'0口嚣'09JOj，|‘}：冉警。筘曼：7，|，}'·矗j^：勇曹'】电一／。}篆口，s暑：5，／／曩7o·∞—．_一／／靠2一一，7yce．1∞e0鼢l∞0拥膏O拍帕釉掷’∞t-'Ie图4．3残余曲线产牛图解图4．4画出了不同初始条件(IC，iIlitialconlponent)下瓢与xB的轨迹，这也就是这一体系的所谓“残余曲线”。，O9l射O．05Oe～≮《O7o、CO61D暑IC：O。S册j25●oO5f。．joE．．。I，，J●-，●H04以C：o．3帕．JO3●《IO2j；|》蛩／‘—J，—一：．／／O1●)OO。10。2O．3O．40．5O．6O．7O．8O．91xBlmoIefracIIonB)图4．4不同初始条件下的残余曲线所有残余曲线均始于最轻的组分并向最重组分移动。在此意义上这组残余曲线与该物系在精馏塔中的组分变化有所类似(在全回流条件下，精馏塔塔板间的液相组分变化也可以用一个类似的方程表示，将在下面进行简单描述)。因此，精品参考文献资料 优秀毕业论文使用残余曲线评估一个具体系统分离是否可行。假设有一精馏塔其上部如图4—5所示。D．，‘D▲●-——RI】‘o．<爸‘J'rllL。‘iL·h+'V．yn图4-5精馏塔不意图该塔在第刀块塔板处截断，此处通过的气相流和液相流的组成概和而+l戊流量分别为圪和厶+l。馏出物的流量和组成分别为D和锄。稳态下组分的平衡有：圪％=厶+l吒+l√+％(4-12)在全回流条件下，D值为零，厶+l值与圪相等，由此贝％等于翰+1√。我们定义一个连续变量h，其意义为从塔顶向下至任一塔板的距离。则塔板间液相组分的非连续变化可近似用微分方程表示：堕。t，一”。，荔2勤一％(4．13)∽以"可以发现此方程与上述描述残余曲线的微分方程(4．11)是相同的。这一相似性的重要意义在于：残余曲线组近似于精馏塔的纵向剖图。因此，在精馏塔中，一个可行的分离方案必须满足以下的2个条件：l、塔顶馏出物的组成砌，及塔底产品的组成弛必须均位于某一残留曲线附近。2、连接该两点的直线必须通过进料组分点z，。下文给出常压下，乙腈精馏的部分残留曲线图4．6。45精品参考文献资料 优秀毕业论文姗忡岫e盛$图4．6水一乙腈一甲醇残留曲线图4．3精馏过程优化三元体系相图的学习和研究，对于乙腈三元共沸体系的优化方向指导很有帮助。精馏过程复杂，变量众多，盲目的进行优化容易进入研究的死循环或者死胡同。不仅浪费时间和精力，而且难以达到目的。进行乙腈精馏过程操作优化时，第一步是根据精馏机理，研究三元体系相图，确定合理的模拟输入初值，然后确定首先优化的操作条件。在实际操作中每一个操作条件都有正常的操作范围，如果用所有操作条件的所有操作值进行任意匹配进行模拟试算，模拟工作量将十分巨大，因此必须选定某一比较固定(不经常调整且其他操作条件的变化对其影响较小)的操作条件首先进行优化，然后以其最优值做为起点，对其他操作条件进行逐一优化，这样可以有效减少模拟工作量。先期试算表明不同回流比下的最佳进料位置一致，也就是回流比的不同不影响最佳进料位置的选择，虽然不同回流比下的分离精度发生了变化，但均在同一板进料时达到最高，而且在实际操作中双塔的进料位置相对固定，因此本模拟首先优化的操作条件为进料位置，然后以调整后的进料位置选择合适的回流比，最后以调整后的回流比选择合适的产出量范围。在冷回流温度恒定，进料位置、回流比、产出量确定后，塔釜温度、塔顶冷却器负荷及塔釜再沸器负荷等就相应确定了。精品参考文献资料 优秀毕业论文4．3．1最适宜进料板最适宜进料板指的是在相同的理论板数和同样的操作条件下，具有最大分离能力的进料板位置或者在同一操作条件下所需理论板数最少的进料板位置。进料板以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段：进料板以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当进料板位置高于最佳进料板时，会使在此状态下的进料板的液相组成中的轻组分高于最佳位置下该板的液相组成的轻组分，重组分低于最佳位置下的液相组成，相对于最佳位置而言，精馏段的塔板数减少，提留段的塔板数增加，所以此时塔顶产品质量会下降(轻组分含量)，塔釜重组分的质量会提高(重组分含量)，同理，当进料板位置低于最佳进料板时，会使在此状态下的进料板的液相组成中的轻组分低于最佳位置下该板的液相组成的轻组分，重组分高于最佳位置下的液相组成，相对于最佳位置而言，精馏段的塔板数增加，提留段的塔板数减少，所以此时塔顶产品质量会提高(轻组分含量)，塔釜重组分的质量会下降(重组分含量)。在工业生产上，多数精馏塔都设有两个以上的进料板，以进料组分发生变化为依据，调节进料板的位置。当进料组分中的轻关键组分比正常操作较低时，应将进料板的位置向下移，以增加精馏段的板数，从而提高精馏段的分离能力。反之，进料板的位置向上移，则是为增加提馏段的板数，以提高提馏段的分离能力。但是本研究各塔进料较为平稳，而且总理论板数量较少，上下塔板调整空间有限。实际上寻找精馏系统中那些影响乙腈品质最为明显的几个点对优化操作更具意义，这样，在生产操作中只要避开这几个干扰区就有可能达到品质要求，而且操作范围不局限于一个点更具实用意义。在进料板上，进料组分中轻关键组分的含量应该小于精馏段最下一块塔板上的轻关键组分的含量，而大于提馏段最上一块塔板上的轻组分的含量。这样就可以在进料后不至于破坏塔内各层塔板上的物料组成，从而保持平稳操作。本研究借助AspenPlus强大的数据库和严格完善的精馏模型和算法，模拟各塔进料板对能耗、分离度、产品纯度的影响，待处理物料中水、乙腈和甲醇的质量分数分别为27％、69％和4％，乙腈精馏系统迸料量为lookgm，其他参数如表4一l所示。47精品参考文献资料 优秀毕业论文表4—1塔的相关参数保持各塔其他参数不变，改变甲醇塔进料板，可以得到如下图4—7所示结果。1∞∞。／＼．f～、∞-厂～～＼＼、．：、、I‘／、＼。‘f70．≯、＼∞／．‘，j四崔50。善¨40f／’30一甲醇分蒯％’’／——能耗HkJ．h．’)。10，雕牝，l¨‘n，·1u20‘／——塔顶温度，℃。／——塔釜温度，℃10彳‘O图4-7甲醇塔进料塔板数变化响应图精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。由进料物流温度为25℃可知，甲醇塔是冷液进料，内回流量增加，有利于轻组分的提纯浓缩，但是也要看到，下降液体流量的增加将导致上升蒸汽流量的减少和塔釜热负荷的增加。而进料板数靠近塔顶，精馏段理论板数过少，结果是塔顶重组分浓度增加，轻组分分离度下降。如上所示，甲醇分离度随进料板数增加而呈上升趋势。当进料板数越过第4块时，精馏段理论板数增多(另一方面，冷液进料能加强内回流从而提高精馏段效果)，使得塔顶甲醇纯度升高，可是提馏段理论板数逐渐的减少，提馏段塔板数彳<足，轻组分蒸出不完全，而最终导致甲醇分离度渐渐减少。由上面可以看到塔顶进料，能耗极低。因为冷液进料减少冷凝器负荷，而由48精品参考文献资料 优秀毕业论文于没有精馏段，内回流被极大削弱，塔温变化小(可以看到塔顶塔釜温度很接近)，塔釜热负荷也减少，能耗降低。但是甲醇分离度也极低，这是由于精馏段消失，重组分被带到塔顶，塔顶出馏时被大量带出，因此甲醇分离度相当低。而塔釜冷液进料，轻组分明显蒸出不完全，最终甲醇分离度减小。综上所述，第4块理论塔板为甲醇塔最适宜进料板。同样，在相同环境条件的前提下，用同样的方法进行模拟对比，可以得到减压塔和加压塔最佳进料板分别为第1l块理论塔板和第3块理论塔板，下面图4．8和图4．10分别是减压塔和加压塔的进料板变化引起的各个参数响应情况。正如甲醇塔模拟的情况，随着进料板的变化减压塔和加压塔能耗波动很小(除了塔项塔釜进料)，这是因为，进料量、出料量和回流比保持不变，进料板数的变化不能影响到这几个参数的变化。但是塔顶塔釜进料对塔系的影响确是较大的。塔顶进料，如甲醇塔和加压塔都是冷液进料，那么这种进料情况将会减少精馏塔冷凝器的负荷，进而能耗，然而其代价是新进的物料容易随塔顶出料而被采出，显然这些物料是没有经过充分的分离处理，所以出料产品品质差，精馏塔分离能力下降。如减压塔般是塔顶热液进料，并且进料温度高于精馏塔操作温度，那么物料进入塔内时，部分物料立即汽化，带走大量热焓，大大增加冷凝器负荷。注意到塔系处于连续精馏过程，塔顶刚刚凝聚的液相壮大塔顶液相流，从而未被充分精馏的重组分(水)也被带走，因此观察减压塔进料塔板数变化响应图可以发现，塔顶进料水的分离很不完全。图4．8减压塔进料塔板数变化响应图塔釜进料，如甲醇塔和加压塔，进料温度比釜温低，那将会加大再沸器负荷，49精品参考文献资料 优秀毕业论文由于加热量不变，使得釜温温度出现较大的变化，如图所示，这将会减少料液蒸发量，减小气相流流量，从而降低精馏塔的分离能力，最终杂质分离度变小，出料乙腈纯度下降。而如减压塔般，比操作温度还高的温度进料，可以减轻加压塔再沸器负荷，加大气相流流量，但是加热量不变，那结果却是将大量重组分也带入气相，这样塔釜重组分质量分数下降，而混合物中重组分含量降低将会导致沸点降低如30l【Pa压力下水一乙腈气液平衡相图，水的质量分数越是接近纯水，混合物沸点越高。T—xyforH20／C2H3NT．x30．0kPal／／‘o卜T．v30．0kPaI／J岍①II．／／’．／‘|o∞／．／．|幻D，o①．J3_爪，J①QE①一／‘{}o田，r／心}一．／‘D寸0O．10．20．30．40．50．60．70．80．91Llquid／VapOrMassfracH20图4—9水一乙腈T-x-y气液平衡相图135130-／／、＼：125120j罾1'5‘——乙胳质最分数，％一水分离度，％’j箩善"o．——塔顶温度，℃．——塔釜温度，℃1051∞夕一一～＼二≥∞∞12345678口’O1112进料塔板数图4．10加压塔进料塔板数变化响应图50精品参考文献资料 优秀毕业论文4．3．2压力因素为了破开常压下的共沸点需要进行减压处理。通常来说，真空度越高，相对挥发度越小，两相越难分离，同时为了提高真空度，所需设备投资费用和维护费用也越高。由于在甲醇塔已经基本上把甲醇脱除，所以在考虑减压打破乙腈一水常压下构成的时候，可以结合水一乙腈一甲醇三元相图和乙腈一水的脚相图，寻找较为合适的压力数值。图4．11是基于质量分数的乙腈三元体系相图，T唧帅崎雎凶图4．1l30l(Pa乙腈三元气液平衡相图结合第三章对减压塔的模拟和30l【Pa压力下的三元相图(图4．11)可以看到减压塔顶馏出的混合物基本上是相应压力下乙腈水的共沸物，由塔顶温度和乙腈水的共沸温度相当可以估计，而塔釜则是大部分为水。对于乙腈精馏体系，真空度提高，可以使得共沸物沸点降低，更重要的是混合物内组分的共沸组成也发生了变化，其中乙腈组分的质量分数变大，如图4．12所示。随着真空度提高，再沸器负荷减小，能耗下降，但是当共沸温度低于常温时冷凝介质就需要更换(通常用零下温度的流体替换循环水)，这会使得能耗上升所以图中能耗会出现拐点。5l精品参考文献资料 优秀毕业论文I蚺也．·E图4_12不同真空条件下各参数值但是，需要注意的是：l、真空度提高，设备费用提高，特别是高真空度时的设备费用和维护费用急剧上升；2、可以由图上看到，10l(Pa压力下乙腈的质量分数最高，但和常压下比也不过提高了lO％，提高的幅度不大，没有达到产品品质要求，而设备费用却是提高很多；3、可以发现，乙腈的沸点较低，共沸物的沸点更低，真空度过高，容易使得气相物料被抽走，虽然可以增加管道冷凝器或者带冷凝器的真空缓冲罐，但是这样设备费用、维护费用和操作费用也上升。综合考虑下，只要达到出馏物料中乙腈的质量分数高于一定的数值(14％)即可。目前，常用的真空设备可以达到的压力为lOl【Pa，但是实际运行减压精馏系统时不会长时间高负荷运转，通常都会有一定的预留。因此，压力控制在20～40l(Pa的范围内较为合适。开始时设备性能较好可以稳定在20l【Pa的压力环境，长时间运行后往往会降到30l(Pa甚至是40kPa的真空度，因此，在优化时需要多考虑设备运行的操作范围。如图4—12所示，图中所示的成本是以常压下为基点作比较需要增加的费用，综合能耗、成本和产品指标，本文最终确定减压塔试验压力点为32kPa。对于加压塔压力的选择也是制约于设备和安全的因素。设备条件和安全生产要求压力尽量低，最好是常压操作。图4．13为加压塔内压力变化对出料乙腈和塔顶塔釜温度的影响。大于400kPa设备费用、操作危险性上升，考虑到化工生产安52精品参考文献资料 优秀毕业论文全第一的理念，尽量避免较为危险的条件，因此，虽然升高压力对于分离很有好处，本文没有进一步深入研究。加压塔高纯乙腈从塔釜出料，乙腈水共沸物从塔顶馏出，可以看到随着压力的增加塔顶塔釜温差也变大，这样有利于精馏分离。当压力在250kPa时乙腈质量分数约为99％，进入300kPa压力环境时出料乙腈的纯度达到99．99％以上。除开安全因素对加压塔压力的选择影响外，设备费用和维护费用以及操作费用也制约压力选择，如同4．13所示。生产中压力的波动是无法避免的，因此，合适的操作压力区间对生产更具意义。如图所示，综合能耗、成本和乙腈品质的因素考虑，250～350l【Pa压力范围是比较合适的。结合能耗、成本和乙腈品质因素，310l(Pa是较优的操作压力点。纠吼墨图4_13不同压力下各参数值4．3．3温度因素影响温度的因素很多，进料量、出料量、回流比、加热量、进料状态、进料温度、塔顶冷凝液的温度、气液相流流量、进料板数以及操作压力等等。由图4．12可知，真空度和共沸温度的关系，下图给出加压塔内温度随压力的变化情况。53精品参考文献资料 优秀毕业论文图4．13加压塔内温度随压力的变化显然随压力的上升操作温度也升高，塔顶塔釜温差变大，有利于精馏，从乙腈的质量分数变大可以看到。但是温度升高，再沸器冷凝器的负荷上升，热交换剂用量上升，因此能耗、成本都要增加。综合各个因素，下表给出优化结果。表4．2操作温度优化结果4．3．4出料量和回流比精馏塔塔顶采出量的大小和该塔进料量的大小有着相互对应的关系，进料量增加，采出量应增大。采出量只有随进料量变化时，才能保持塔内固定的回流比，维持塔的正常操作，否则将会破坏塔内的气液平衡。例如，当进料量不变时，若塔顶采出量增大，则回流比势必减少，引起各板上的回流液量减少，气液接触不好，传质效率下降；同时操作压力也下降，各板上的气液相组成发生变化。结果是重组份被带到塔顶，塔顶产品的质量不合格。54精品参考文献资料 优秀毕业论文表4．3和表4—4是减压塔出料量和回流比变化分别对系统的影响表4．3减压塔出料量的影响在强制回流的操作中，如果进料量不变，塔顶采出量突然增大，则易造成回流液贮槽抽空。回流液一中断，顶温就升高，这同样也会影响塔顶产品的质量下降。由表4．3可以找到在约64埏m的出料料量可以达到生产要求。塔釜保持稳定的液面，是维持釜温恒定的首要条件。塔釜液面的变化，又主要决定于塔底采出量的大小。表4—4减压塔回流比的影响减压塔气相流速快，因此适当加大回流比有利于壮大液相流，增大气相上升阻力，有利于气液两相的热量、质量交换。从表4．4中可以得出结论，回流比在1．5附近的时候出料乙腈即可达到减压塔的出料指标。表4．5和表4．6是加压塔出料量变化和回流比变化对加压系统的影响55精品参考文献资料 优秀毕业论文表4．5310l(Pa压力下加压塔出料量的影响当塔底采出量过大时，会造成塔釜液面降低或抽空。这将是通过蒸发釜的釜液循环量减少，从而导致传热不好，轻组分蒸不出去，塔顶、塔釜的产品均不合格。如果是利用列管式蒸发釜，由于循环液量太大，使釜液经过上半部列管时形成过热蒸汽，表现为挥发管的气体温度较高，而釜温却较低。如果塔底采出量过小，将会造成塔釜液面过高，增加了釜液循环阻力，同样造成传热不好，釜温下降。另外，维持一定的釜液面还起着液封的作用，以确保安全生产。由上可以看到随着塔釜出料的增加，加压塔成品乙腈品质下降，能耗减低，总的来说在出料量为22kg／ll时水含量指标达到要求。表4．6回流比对各参数的影响56精品参考文献资料 优秀毕业论文4．4优化分析综上所述，精馏塔的操作应该注意以下几点：塔顶轻组分的采出量超过了物料平衡的量，在这种情况下，将使塔内的物料组成变重，全塔的温度逐步升高，塔顶馏分中重组份的浓度增加，以致使质量不合格。另一种情况是重组份的采出量超过了物料平衡的量，全塔的物料组成将随着操作的进行而逐渐变轻，塔身温度下降，特别是釜温明显下降，釜液中轻组分的浓度增加。只有在温度、压力固定时，才能确定气液平衡组成。当温度、压力发生变化时，气液平衡所决定的组成就发生了变化，产品的质量或损失情况也发生了变化。若釜温低于规定值，会使塔板上的液相量增加，蒸汽量减少，釜液量增加，项部产物量减少；当顶温高于规定值时，就会使塔板上的气相量增加，液相量减少，顶部产物量增加，釜液量减少。这些都会破坏原来的物料平衡。表4．7给出优化结果。表4．7塔系优化后的相关参数如前面章节介绍的工艺，加压塔顶出馏的共沸物为310kPa压力下乙腈水的共沸组成，其中乙腈的质量分数为70％以上，这股物料还需要返回减压塔进行精馏。优化后乙腈回收率可以达到90％以上，其纯度有99．99％以上，节约能耗31．4％以上。4．5小结本章回顾了气一液相平衡的基础。介绍多种热力学模型，并选择NI汀L模型作为汽液相平衡基础。从三元混合规则和残留曲线分析，体现直线式关系在推断和优化乙腈精馏三元体系的必要性。对于气液相平衡的深刻了解是乙腈精馏系统设计和控制中必不可少的基础。然后从最适宜进料板、压力、出料量和回流比因素对塔系进行优化。在下一章中会有专门摔制温度的介绍。57精品参考文献资料 优秀毕业论文第五章精制过程控制5．1引言精馏塔最直接的质量指标是产品的成分。产品成分控制是通过成分控制器调节产品流量、蒸发量或回流量来达到。成分控制有三种基本方法，即分析仪控制、温度控制和软测量推断控制。分析仪控制提供了直接而正确的产品成分控制，但分析仪价格昂贵、维护繁杂和测量滞后大。当产品质量能转化成利润时，此法更宜采用。温度控制费用低、响应快得到普遍采用。软测量推断控制有上述两种方法的共同优点，是目前研究的热点之一，很有发展前途。本文采用的是温度控制。5．2智能模糊一Smith控制5．2．1大时滞过程及模糊．SI血h控制对于自衡过程，时滞过程的传递函数为：G(s)=Go(s)矿，式中f为过程的时滞，Go(s)为过程的非时滞部分。额定时滞萨订，表征一个过程的控制难易程度，口越小，过程就越容易控制，式中r为系统延迟时间。若订如．3时，称该过程为一般时滞过程，当衍>0．5时，则称该过程为大时滞过程。对于一般时滞过程采用常规控制系统即可获得较好的控制效果，而对于大时滞过程采用常规控制通常难以奏效，因为大时滞的存在会使系统当前施加的控制作用要经过较长一段时间才会在输出中反映出来，严重影响了系统的稳定性，导致系统的超调量增大，调节时间加长。Smith预估控制最大优点是将时滞环节移到闭环之外，可有效解决大时滞问题。模糊控制是一种基于专家规则的控制方法，不需要精确的数学模型，具有处理不精确信息的能力，从而使模糊控制能模仿人的经验对复杂被控对象进行专家式的控制，因此将模糊控制与Smith预估控制相结合构成模糊．Smith控制可以起到优势互补的作用，既对纯滞后特性有较好的补偿作用，又对控制对象参数变化有较强的适应能力【89】。58精品参考文献资料 优秀毕业论文5．2．2自适应智能模糊．Smith控制器设计由于被控变量的偏差P及偏差变化率Pc可完整地反应大时滞系统的运动特性，故选择偏差E及偏差变化EC作为模糊控制器的输入，控制量U作为输出。输入变量的模糊化是实现输入变量P及Pc的基本论域向模糊语言变量论域的转换。偏差E、偏差变化EC及拧制量【，的模糊词集定义为{NB，NM，NS，zO，PS，PM，PB}，为提高控制精度及灵敏性，取E和EC的量化等级n一6，U的量化等级m=7，则E和EC的论域为{一6，·5，-4，-3，．2，．1，O，1，2，3，4，5，6)；U的论域为{．7，．6，．5，．4，-3，-2，-1，O，1，2，3，4，5，6，7}，三者隶属度函数均采用三角隶属函数。表5．1糊控制规则表模糊控制规则为模糊控制器核心，其设计原则为：当偏差量大或较大时，选择控制量以尽快消除偏差为主；而当偏差较小时，选择控制量以防止超调。同时，如表5．1所示，控制量的改变不但随偏差和偏差变化率的大小变化，而且还对它们的符号变化有所反应。解模糊方法有最大隶属度法、中位数法、加权平均法等，这里采用加权平均法，以提高系统的稳态精度。虽然模糊控制器有很多优点，但其本质上属于PD控制器，无法消除系统的稳态误差，并fjl在靠近稳态时容易振荡，而采用积分控制作用可以减小并最终消除稳态误差。但一般的积分易使系统进入积分饱和状态，导致系统稳定性能下降，若积分参数选择彳i恰当还会导致系统振荡和发散，因此可引入智能积分，以提高系统稳定性及稳态精度【9们。智能积分只在某些状态施加积分控制，并且积分作用根据系统当前的状态不断发生变化，其控制算法如下：当e×ec>O或e×ec=0且酵0时，对偏差进行积分；当e×ec