吳博，羅雄麟

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基于傳熱/傳質(zhì)的乙烯裂解過(guò)程脫甲烷塔進(jìn)料瓶頸識(shí)別及流程重構(gòu)策略

吳博，羅雄麟

（中國(guó)石油大學(xué)（北京）自動(dòng)化系，北京 102249）

精餾塔進(jìn)料的組成與溫度會(huì)影響塔內(nèi)質(zhì)量交換和能量利用，不恰當(dāng)?shù)倪M(jìn)料會(huì)導(dǎo)致全塔的分離及用能效果變差。針對(duì)多進(jìn)料精餾塔的組合進(jìn)料問(wèn)題提出一種識(shí)別不合適進(jìn)料位置的方法，基于塔板的傳熱溫差和傳熱量、傳質(zhì)濃度差和傳質(zhì)量計(jì)算方法提出應(yīng)用傳熱/傳質(zhì)復(fù)合曲線識(shí)別精餾塔進(jìn)料瓶頸的方法，并將其應(yīng)用于裂解裝置脫甲烷塔進(jìn)料瓶頸的識(shí)別，采用調(diào)整進(jìn)料位置的流程重構(gòu)策略實(shí)現(xiàn)去瓶頸的操作。流程模擬及瓶頸分析結(jié)果表明所提出的方法能識(shí)別出脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸，重構(gòu)流程的方法能實(shí)現(xiàn)去瓶頸的操作，并使全塔的傳質(zhì)傳熱特性、分離效果變好，能耗降低。

過(guò)程系統(tǒng)；計(jì)算機(jī)模擬；精餾；脫甲烷塔；瓶頸識(shí)別；流程重構(gòu)；數(shù)值分析

引 言

隨著節(jié)能技術(shù)的發(fā)展，提高過(guò)程單元設(shè)備的有效性的方法得到越來(lái)越高的重視。低溫精餾塔這種常見的多組分氣體分離裝置能量消耗較高，約占系統(tǒng)總能量消耗的1/3，因此提高其能量利用率是一種極其有效的節(jié)能方法[1-2]。在常見的裂解氣分離裝置中，為了實(shí)現(xiàn)系統(tǒng)冷量的梯級(jí)利用，系統(tǒng)采用了將不同溫度梯度的流股作為不同進(jìn)料的策略[3]，例如在脫甲烷塔中將閃蒸罐的液相出料作為脫甲烷塔的四股進(jìn)料，以實(shí)現(xiàn)能量的梯級(jí)利用。多股進(jìn)料的存在容易導(dǎo)致組合進(jìn)料位置不合理，使得精餾塔內(nèi)部產(chǎn)生異常傳熱/傳質(zhì)現(xiàn)象，精餾塔的利用效率較低。本文將這種影響精餾塔的內(nèi)部分離效率的進(jìn)料稱為精餾塔的進(jìn)料瓶頸。因此，研究多進(jìn)料精餾塔的進(jìn)料瓶頸的識(shí)別方法，實(shí)現(xiàn)進(jìn)料瓶頸的流程重構(gòu)，對(duì)精餾塔的能量的有效利用具有重要意義。

國(guó)內(nèi)外學(xué)者對(duì)精餾塔的進(jìn)料瓶頸的研究主要集中在圖示法和數(shù)學(xué)優(yōu)化法兩個(gè)層面。為了直觀形象地表示分離系統(tǒng)內(nèi)部的熱力學(xué)特性，Dhole等[4]提出分餾塔的總組合曲線(column grand composite curve, CGCC)的分析方法對(duì)精餾塔進(jìn)行節(jié)能改造，但并未過(guò)多涉及進(jìn)料瓶頸的問(wèn)題。吳升元等[5]受此啟發(fā)提出基于CGCC曲線確定分餾塔的進(jìn)料位置的方法，通過(guò)構(gòu)造出與CGCC部分重合的兩條相交的全塔精餾和提餾線分析CGCC進(jìn)料點(diǎn)與兩條曲線的關(guān)系確定進(jìn)料瓶頸，但所采用的全塔精餾和提餾線主要依據(jù)塔頂塔底進(jìn)料求出，限制了該方法僅適用于單一進(jìn)料的情況，并不適用于多進(jìn)料的脫甲烷塔的瓶頸分析。相比之下，?分析法同時(shí)包含熱力學(xué)第一、第二定律，能幫助識(shí)別出系統(tǒng)的無(wú)效操作單元。Khoa 等[6]提出用三維?分析曲線識(shí)別對(duì)精餾塔有影響的設(shè)計(jì)和操作參數(shù)。Bandyopadhyay[7]應(yīng)用?-焓圖中精餾-提餾曲線的恒定特性分析識(shí)別精餾過(guò)程中的?損失。Liu等[8]利用復(fù)合曲線和面積利用率(fractional utilization of area, FUA)曲線識(shí)別最優(yōu)的改造策略。Wei等[9]對(duì)文獻(xiàn)[8]的方法進(jìn)行了拓展，能直觀顯示出系統(tǒng)的瓶頸。他們所提的方法雖然能夠直觀指示出系統(tǒng)的瓶頸的位置，但是只是針對(duì)單一進(jìn)料或二元精餾塔的情況。考慮到脫甲烷塔的多進(jìn)料、多組分的復(fù)雜性，而且?計(jì)算過(guò)程極其復(fù)雜，本工作未采納上述文獻(xiàn)所提及的節(jié)能改造研究方法。

隨著計(jì)算機(jī)技術(shù)的進(jìn)步，數(shù)學(xué)優(yōu)化法因其考慮多因素的方便性、不必識(shí)別系統(tǒng)的進(jìn)料瓶頸的直觀性、能直接給出系統(tǒng)重構(gòu)或改造的方案的便捷性而受到廣泛關(guān)注。應(yīng)用的主要方法是根據(jù)要求建立系統(tǒng)的數(shù)學(xué)優(yōu)化模型，選取目標(biāo)函數(shù)，采用合適的數(shù)學(xué)優(yōu)化算法得出最終的流程重構(gòu)或改造方案。代表性的應(yīng)用研究主要包括Diaz等[10]和Luo等[11]采用混合整形非線性規(guī)劃(mixed integer nonlinear programming, MINLP)模型對(duì)精餾系統(tǒng)進(jìn)行去瓶頸的分析研究，它可看作是一類“黑箱”研究方法，不必事先識(shí)別瓶頸的位置，也就降低了系統(tǒng)瓶頸識(shí)別的難度，但去瓶頸的方法過(guò)程往往極其復(fù)雜，而且最優(yōu)解也并不一定存在；尹洪超等[12]提出將超結(jié)構(gòu)數(shù)學(xué)規(guī)劃和全局夾點(diǎn)分析結(jié)合的方法對(duì)現(xiàn)有設(shè)備進(jìn)行改造，該研究方法類似于常說(shuō)的“灰箱”研究法，在部分夾點(diǎn)法分析結(jié)果的基礎(chǔ)上進(jìn)行優(yōu)化計(jì)算，其計(jì)算難度大大降低。

為確保得到識(shí)別結(jié)果及調(diào)整方案，根據(jù)對(duì)比出的瓶頸識(shí)別方法中數(shù)學(xué)優(yōu)化法和圖示法的優(yōu)缺點(diǎn)，針對(duì)現(xiàn)有方法在裂解裝置多組分多進(jìn)料的脫甲烷塔瓶頸識(shí)別上的不足，本工作從圖示法的角度出發(fā)探索識(shí)別多組分多進(jìn)料精餾系統(tǒng)的瓶頸的方法。首先給出單層塔板傳熱溫差與傳熱量、傳質(zhì)濃度差與傳質(zhì)量的計(jì)算方法，研究影響多進(jìn)料精餾系統(tǒng)傳熱/傳質(zhì)的進(jìn)料瓶頸的識(shí)別方法，并應(yīng)用于識(shí)別多進(jìn)料脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸。最后研究調(diào)整進(jìn)料位置的流程重構(gòu)策略，并對(duì)進(jìn)料瓶頸分析及流程重構(gòu)方法的有效性進(jìn)行驗(yàn)證。

1 多進(jìn)料精餾塔進(jìn)料瓶頸的識(shí)別

假設(shè)單一進(jìn)料或多股進(jìn)料的精餾塔具有塊理論板（或?qū)嶋H塔板），而且每一層塔板同時(shí)包含能量和質(zhì)量交換，其流股氣液相分布如圖1中的左圖所示。對(duì)整個(gè)過(guò)程進(jìn)行拆分，每一層塔板都可看作是一個(gè)獨(dú)立的換熱器，整個(gè)脫甲烷塔可看作是一系列獨(dú)立的換熱器的串聯(lián)，視下一級(jí)塔板流出的氣相流股為熱流股、上一級(jí)塔板流出的液相流股為冷流股，冷熱流股在中間塔板上進(jìn)行熱量傳遞，如圖1（a）所示。同樣，每一層塔板也可看作是一個(gè)獨(dú)立的質(zhì)量交換單元，整個(gè)脫甲烷塔就是一系列質(zhì)量交換單元的串聯(lián)，視從下一級(jí)塔板流出的氣相流股為貧流股、從上一級(jí)塔板流下來(lái)的液相流股為富流股，兩者在中間塔板上進(jìn)行質(zhì)量交換，如圖1（b）所示。

1.1 塔板的傳熱溫差與傳熱量

參考常規(guī)的換熱器的溫焓圖[13]的作圖方法，將氣相流股作為熱流股，兩端溫度分別為T+1和T，在橫坐標(biāo)軸上的投影為DQ。同理將液相流股作為冷流股，兩端溫度分別為T-1和T，在橫軸上的投影也為DQ。第塊塔板的傳熱溫差與傳熱量之間的關(guān)系如圖2所示。

（1）塔板傳熱溫差 傳統(tǒng)意義下，換熱器的傳熱溫差定義為換熱器兩端冷熱流股溫度差[13]?？紤]到精餾塔的傳熱過(guò)程的特殊性，對(duì)于平衡級(jí)模型，氣、液兩相流股在塔板上接觸換熱后以相同的溫度離開塔板，如圖2所示。精餾塔的各層塔板相互串聯(lián)，上一級(jí)塔板的輸出是下一級(jí)塔板的輸入，則塔板的傳熱溫差可定義為第層塔板的傳熱溫差DT是第+1層塔板與第層塔板的溫度之間的差值或第層塔板與第-1層塔板溫度之間的差值。由于各層塔板之間相互串聯(lián)，兩者在數(shù)值上前后差一塊塔板，并不影響對(duì)整個(gè)傳熱過(guò)程的分析，因此將前者作為傳熱溫差的計(jì)算式，如式（1）所示

在穩(wěn)態(tài)條件下，進(jìn)/出第級(jí)塔板的能量由能量守衡可得式（2）

(2)

將式（2）中的氣相部分移到等式的左邊、液相部分移到等式的右邊，得式（3）

（2）塔板的傳熱量 流入第層塔板的氣相流股的熱量流率與流出第層塔板的氣相流股的熱量流率的差值或流出第層塔板的液相熱量流率與進(jìn)入第層塔板的液相熱量流率的差值，可稱為塔板上的傳熱量，記作DQ，其大小等于圖2中的氣液相傳熱曲線在橫軸上的投影，數(shù)值計(jì)算如式（4）所示

(4)

若第層塔板無(wú)進(jìn)料，則式(4)可簡(jiǎn)化為式(5)

根據(jù)圖2單級(jí)塔板的傳熱溫差和傳熱量關(guān)系，類比可得到整塔的溫度和傳熱量的分布。由于塔頂溫度比塔底溫度低，將塔板從上往下編號(hào)。從第1層塔板開始，將塔頂回流溫度作為冷流股的始端溫度，記作0，再沸器回流溫度定義為T+1。第1層塔板的溫度為冷熱流股的末端溫度，記作1，第1層塔板的傳熱量D1等于冷流曲線在橫坐標(biāo)軸上的投影。對(duì)于氣相流股，第1層塔板的溫度為總的熱流股的末端溫度1，第2層塔板的溫度為該層熱流股的始端溫度，記作2，熱流曲線在橫坐標(biāo)軸上的投影為第1層塔板的傳熱量D1，可得溫度為0～2段的傳熱曲線。同理氣相為熱流股，液相為冷流股，投影為傳熱量，可以得到全塔的傳熱溫差和傳熱量的關(guān)系曲線，如圖3所示。

圖3 傳熱溫差與傳熱量組合曲線

Fig. 3 Heat transfer driving force and rate composite curve

1.2 塔板的傳質(zhì)濃度差與傳質(zhì)量

同理，塔板上各個(gè)流量及組成關(guān)系如圖1（b）所示，由于上升氣相中的輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)較低，將第+1層塔板向上的氣相流股V+1視為貧流股，假設(shè)第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)為y+1,j，從上一級(jí)塔板向下流入第層塔板的液相流股L-1是富流股，第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)為x-1,j，貧富流股在塔板上進(jìn)行質(zhì)量交換，最終在氣液相中組分的摩爾分?jǐn)?shù)分別為y和x。

在建立精餾塔模型時(shí)，一般基于平衡級(jí)假設(shè)，氣液相流股在離開塔板時(shí)是相平衡狀態(tài)，即式（6）的相平衡關(guān)系式。為表示同一相態(tài)，可通過(guò)式（6）將氣液兩相濃度化成同一相態(tài)（氣相或液相，本工作選擇氣相濃度）進(jìn)行塔板的傳質(zhì)濃度差及傳質(zhì)量的研究。

以氣相流股V+1為貧流股，第種組分的始末摩爾分?jǐn)?shù)分別為y1,j和y，第種組分的增加的量在橫坐標(biāo)軸上的投影為?M；液相流股L-1為富流股，第種組分的始末摩爾分?jǐn)?shù)分別為x-1,j和x，由相平衡關(guān)系式（6）可分別轉(zhuǎn)化為對(duì)應(yīng)的氣相摩爾分?jǐn)?shù)y-1,j和y，富流股中第種組分減少的量在橫坐標(biāo)軸上的投影為?M。根據(jù)質(zhì)量交換單元的貧富物流之間的質(zhì)量交換圖[14]，以第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)為縱軸，以傳質(zhì)量為橫軸，拓展普通的傳質(zhì)關(guān)系曲線得第層塔板上的第種組分的貧富流股的質(zhì)量交換示意圖，如圖4所示。在圖4（a）中，曲線1代表液相流股中關(guān)鍵組分的濃度比經(jīng)過(guò)相平衡計(jì)算所對(duì)應(yīng)的氣相組分的濃度高；在圖4（b）中，曲線2代表液相組分中的關(guān)鍵組分的濃度比經(jīng)過(guò)相平衡轉(zhuǎn)換后所對(duì)應(yīng)的氣相組分的濃度低。圖4給出了相平衡計(jì)算前后塔板上氣液相關(guān)鍵組分可能出現(xiàn)的兩種位置關(guān)系。

圖4 第層塔板的第種組分的濃度差與傳質(zhì)量的關(guān)系

Fig. 4 Relation betweenth component’s mass transfer driving force and rate ofth tray

在圖4中，以液相組分為縱坐標(biāo)的曲線經(jīng)過(guò)相平衡關(guān)系轉(zhuǎn)換為以氣相組分為縱坐標(biāo)的液相流股，該流股在質(zhì)量交換中為富流股，氣相流股為貧流股。在質(zhì)量交換中，第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)在液相流股中下降、在氣相流股中上升，最終兩者達(dá)到相平衡狀態(tài)，即圖4中的同一氣相濃度值。

（1）塔板的傳質(zhì)濃度差 類比傳熱溫差，第種組分在第層塔板上的傳質(zhì)濃度差為?c，為氣相流股V與氣相流股V+1中的第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)的差值，如圖4所示，其大小可通過(guò)式（7）求取

（2）塔板的傳質(zhì)量 根據(jù)質(zhì)量守恒，在穩(wěn)態(tài)條件下，將第種組分在第層塔板上的傳質(zhì)量定義為?M。在氣相流股中，?M表示離開第層塔板的第種組分的摩爾流率與進(jìn)入第層塔板的第種組分的摩爾流率的差值；在液相流股中，則表示流入的第層塔板的第種組分的摩爾流率與流出的第層塔板的第種組分的摩爾流率的差值，如式（8）所示

(8)

若該層塔板無(wú)進(jìn)料，第種組分在第層塔板上的傳質(zhì)量的計(jì)算式式（8）可簡(jiǎn)化為式（10）

(10)

依據(jù)式（8）或式（10），可以計(jì)算出第種組分在各層塔板上的傳質(zhì)量。依照?qǐng)D4，以第層塔板為起點(diǎn)作出第種組分的氣液相流股的傳質(zhì)復(fù)合曲線，其中以第種組分的摩爾分?jǐn)?shù)為縱軸、以傳質(zhì)量為橫軸。對(duì)于富流股，在相平衡時(shí)以進(jìn)入第塊塔板的液相流股L-1的第種組分x-1,j所對(duì)應(yīng)的氣相摩爾分?jǐn)?shù)y-1,j為縱坐標(biāo)、第層塔板上的摩爾流量的變化量?M為橫坐標(biāo)；在相平衡時(shí)以第塊塔板液相的第種組分摩爾分?jǐn)?shù)x所對(duì)應(yīng)的氣相摩爾分?jǐn)?shù)y為縱坐標(biāo)、0為橫坐標(biāo)，連接兩點(diǎn)得到傳質(zhì)復(fù)合曲線中的富流股曲線。以流入第層塔板的氣相摩爾分?jǐn)?shù)y+1,j為縱坐標(biāo)、0為橫坐標(biāo)；以流出第層塔板的氣相流股的摩爾分?jǐn)?shù)y為縱坐標(biāo)、摩爾流數(shù)的變化量?M為橫坐標(biāo)，連接兩點(diǎn)得到傳質(zhì)復(fù)合曲線中的貧流股曲線。將第層塔板貧富流股傳質(zhì)曲線的右端點(diǎn)處作為第-1層塔板傳質(zhì)的起始位置，用相似的方法可以得到第-1塊塔板的摩爾組分與傳質(zhì)量關(guān)系圖，依此類推，直到第1層塔板，便可得到整個(gè)精餾塔的摩爾分?jǐn)?shù)和傳質(zhì)量的復(fù)合曲線，如圖5所示。

在全塔的傳質(zhì)的組合曲線中，虛線圈所包含的區(qū)域是異常點(diǎn)存在的位置。一般情況，合適的進(jìn)料位置能使進(jìn)料在塔板上分離后往下流的液相中的關(guān)鍵組分傳給往上升的氣相流股，如圖5中圓圈外的部分，即正常傳質(zhì)。但不合適的進(jìn)料則會(huì)使進(jìn)料板處及以下部分塔板上升的氣相流股冷凝，關(guān)鍵組分從氣相流股反傳給往下流的液相流股，即異常傳質(zhì)。若能夠準(zhǔn)確識(shí)別出這些異常傳質(zhì)的塔板位置，將有利于實(shí)現(xiàn)對(duì)進(jìn)料瓶頸的識(shí)別。

1.3 基于傳熱/傳質(zhì)綜合的進(jìn)料瓶頸識(shí)別方法

依據(jù)1.1節(jié)和1.2節(jié)求取傳熱溫差、傳質(zhì)濃度差，構(gòu)造傳熱/傳質(zhì)的傳熱溫差-傳質(zhì)濃度差的關(guān)系，如圖6所示。精餾過(guò)程內(nèi)部的傳熱傳質(zhì)不是孤立存在的，并且傳熱溫差和傳質(zhì)濃度差分布于4個(gè)象限。第一象限內(nèi)傳熱溫差D>0和傳質(zhì)濃度差D>0，表示傳質(zhì)和傳熱均正向進(jìn)行，無(wú)異常傳熱傳質(zhì)。第二、三、四象限，傳熱溫度差和傳質(zhì)濃度差至少存在D<0或D<0，傳熱/傳質(zhì)的塔板是異常的，借助推動(dòng)力的正負(fù)可以識(shí)別出精餾塔內(nèi)傳質(zhì)傳熱的瓶頸。

精餾塔自上而下不斷上升的溫度梯度保證各層塔板的組分的分布，是決定產(chǎn)品組分的重要變量，不合適的進(jìn)料能夠?qū)е聹囟忍荻鹊淖兓?，有助于進(jìn)料瓶頸的識(shí)別。在計(jì)算進(jìn)料板處的氣液相中各組分的摩爾分?jǐn)?shù)時(shí)，針對(duì)不易求解進(jìn)料板閃蒸后氣液相中各組分的摩爾分?jǐn)?shù)的難點(diǎn)，本工作假設(shè)進(jìn)料處絕熱閃蒸且閃蒸壓力為進(jìn)料板的壓力。

可根據(jù)圖6選擇合適的識(shí)別方法進(jìn)行進(jìn)料瓶頸的識(shí)別。當(dāng)塔板的傳熱溫差與傳質(zhì)濃度差的關(guān)系僅存在于第一、四象限，此時(shí)傳熱傳質(zhì)位于第一象限時(shí)，傳熱傳質(zhì)均是正常的，不存在傳熱傳質(zhì)異常的點(diǎn)，不用識(shí)別異常進(jìn)料。第四象限的傳質(zhì)濃度差為負(fù)值，是異常的傳質(zhì)情況，進(jìn)而可以通過(guò)得到的傳質(zhì)摩爾分?jǐn)?shù)與傳質(zhì)量的復(fù)合曲線進(jìn)一步識(shí)別進(jìn)料瓶頸的位置。若分布于第二象限，則傳熱是異常的，可以根據(jù)傳熱溫差與傳熱量的復(fù)合曲線判斷進(jìn)料瓶頸的位置。若位于第三象限，兩種方法均可識(shí)別出進(jìn)料瓶頸的位置。基于傳熱的瓶頸識(shí)別方法與基于傳質(zhì)的瓶頸識(shí)別方法類似。

將基于傳質(zhì)的瓶頸識(shí)別方法概括如下。

首先，分析全塔的摩爾分?jǐn)?shù)與傳質(zhì)量的復(fù)合曲線（圖5），尋找傳質(zhì)濃度差小于零的異常的塔板。這些傳質(zhì)異常的塔板是制約質(zhì)量交換的傳質(zhì)瓶頸。多股進(jìn)料的精餾塔的傳質(zhì)濃度差為負(fù)的塔板可能不是唯一的。異常塔板的曲線，如圖5所示，反向傳質(zhì)的點(diǎn)出現(xiàn)在第+1塊塔板，該點(diǎn)的傳質(zhì)濃度差為負(fù)值，是制約精餾塔分離效果的傳質(zhì)瓶頸。

其次，從進(jìn)料位置不合理的角度確定進(jìn)料瓶頸。對(duì)于單一進(jìn)料的精餾塔，進(jìn)料瓶頸的位置即進(jìn)料板；對(duì)于多股進(jìn)料的精餾塔，進(jìn)料瓶頸為塔板傳質(zhì)瓶頸附近且最近的進(jìn)料板，進(jìn)料瓶頸的位置可能不是唯一的。

最后，根據(jù)進(jìn)料板的下方是否存在傳質(zhì)量為負(fù)值的塔板對(duì)進(jìn)料瓶頸進(jìn)行篩選。對(duì)于精餾塔，僅在進(jìn)料板處傳質(zhì)量為負(fù)值，而在其他塔板處傳質(zhì)為正值，這表明該塔板在臨界進(jìn)料瓶頸位置，這樣的進(jìn)料完成了塔板的方向傳質(zhì)過(guò)程的逆轉(zhuǎn)，由負(fù)向轉(zhuǎn)向正向，稱為偽進(jìn)料瓶頸。偽進(jìn)料瓶頸沒(méi)有影響周圍塔板的傳質(zhì)過(guò)程，因此可篩除此類進(jìn)料瓶頸。

本節(jié)的方法可以簡(jiǎn)要概括為以下幾步。

（1）求解全塔的傳熱溫差和傳質(zhì)濃度差。

（2）確定全塔的傳熱溫差或傳質(zhì)濃度差中存在異常的塔板。

（3）若為傳熱溫差異常，則構(gòu)建傳熱量與傳熱溫差的復(fù)合曲線，并基于傳熱溫差識(shí)別進(jìn)料瓶頸；若為傳質(zhì)濃度差異常，則構(gòu)建傳質(zhì)量與傳質(zhì)濃度差的復(fù)合曲線，并基于傳質(zhì)的瓶頸識(shí)別方法識(shí)別進(jìn)料瓶頸。

2 多進(jìn)料脫甲烷塔進(jìn)料瓶頸的識(shí)別

經(jīng)預(yù)切割塔的裂解氣先后經(jīng)過(guò)冷箱換熱器預(yù)冷后，再經(jīng)過(guò)閃蒸分離構(gòu)成脫甲烷塔的4股進(jìn)料。4股進(jìn)料的狀態(tài)既受冷箱換熱效率影響，又受閃蒸罐操作條件影響。當(dāng)4股進(jìn)料狀態(tài)固定時(shí)，4股進(jìn)料的位置成了影響脫甲烷塔的分離及節(jié)能效果的直接因素。脫甲烷塔的冷量消耗約占總負(fù)荷的12%，甲烷-氫的分離效果直接影響產(chǎn)品的純度和后續(xù)的分離工序，是裂解氣分離的關(guān)鍵[2]。選擇脫甲烷塔進(jìn)料的瓶頸識(shí)別及重構(gòu)方法對(duì)于實(shí)現(xiàn)乙烯工業(yè)的節(jié)能增效具有現(xiàn)實(shí)意義。

學(xué)者們對(duì)此類系統(tǒng)進(jìn)行了許多研究[15-22]，但限于流程模擬或從操作優(yōu)化實(shí)現(xiàn)塔的改造與控制，而且未考慮進(jìn)料位置對(duì)塔的分離及節(jié)能的影響。本節(jié)在脫甲烷塔模擬的基礎(chǔ)上，基于精餾塔進(jìn)料瓶頸的識(shí)別方法對(duì)脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸進(jìn)行識(shí)別。

2.1 乙烯裂解過(guò)程脫甲烷塔的流程模擬

依據(jù)國(guó)內(nèi)某乙烯廠的裂解過(guò)程脫甲烷塔的設(shè)計(jì)參數(shù)，應(yīng)用Aspen Properties 物性數(shù)據(jù)庫(kù)及gPROMS (general process model system)流程模擬軟件搭建乙烯脫甲烷過(guò)程的模型，并進(jìn)行模擬計(jì)算與研究。物性方法選擇Peng-Robinson方法[23]。

脫甲烷塔的基本流程如圖7所示，其模擬結(jié)果與設(shè)計(jì)值見表1和表2。本工作的模擬使得關(guān)鍵變量的值盡可能接近脫甲烷塔的設(shè)計(jì)值，并將該模擬結(jié)果應(yīng)用于脫甲烷塔的研究。在乙烯產(chǎn)量為150 kt·a?1的乙烯裂解過(guò)程脫甲烷塔中共包含68塊實(shí)際塔板，取板效率為0.618，則脫甲烷塔總共包含42塊理論板（下文討論均指理論板）。從上到下，脫甲烷塔的4股進(jìn)料板為8、14、17、23。進(jìn)出脫甲烷塔的組分及物流信息如圖7所示。塔頂出料中甲烷是關(guān)鍵組分，關(guān)系到后續(xù)產(chǎn)品的純度，因此選為脫甲烷塔的摩爾分?jǐn)?shù)–傳質(zhì)量曲線的關(guān)鍵組分。圖7給出了各個(gè)進(jìn)料板的位置及關(guān)鍵流股和組分的數(shù)據(jù)信息。

表1 脫甲烷塔塔頂與塔底關(guān)鍵組分的設(shè)計(jì)值與模擬值

表2 脫甲烷塔的進(jìn)料及產(chǎn)品設(shè)計(jì)值與模擬值

2.2 乙烯裂解過(guò)程脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸的識(shí)別

依據(jù)1.3節(jié)的方法和全塔的傳熱溫差與甲烷的傳質(zhì)濃度差構(gòu)造圖8所示的全塔的濃度差和傳熱溫差的關(guān)系圖。按進(jìn)料板的位置全塔可分為6段，而且每一段傳熱溫差和傳質(zhì)濃度差近似呈線性關(guān)系，如圖8中的曲線1～6。

從圖中可以看出，曲線2、3、5、6的左端部分進(jìn)入了虛線（濃度差零軸）以下。可以看出脫甲烷塔的塔板溫度自上而下遞增，全塔的塔板的傳熱溫差均為正值。圖中曲線的左端為進(jìn)料位置的下端附近，是系統(tǒng)傳熱溫差和傳質(zhì)濃度差相對(duì)較小的位置。根據(jù)1.3節(jié)中的瓶頸識(shí)別，應(yīng)選擇基于傳質(zhì)的識(shí)別方法來(lái)識(shí)別裂解過(guò)程脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸位置。

根據(jù)流程模擬的結(jié)果以及圖3的構(gòu)圖方法，同樣也可以得到圖9所示的全塔的傳熱溫度與傳熱量的復(fù)合曲線，傳熱溫差與傳熱量的關(guān)系曲線表明全塔的傳熱推動(dòng)力為正值，證明全塔的傳熱溫差均大于零。

根據(jù)流程模擬的結(jié)果及1.2節(jié)圖5的做圖方法，選擇甲烷為關(guān)鍵組分，得到全塔的甲烷的摩爾分?jǐn)?shù)與傳質(zhì)量的復(fù)合曲線（塔板的傳質(zhì)濃度差與傳質(zhì)量的關(guān)系曲線），如圖10所示。從塔底到塔頂，塔板的傳質(zhì)量逐漸減小，在塔頂處傳質(zhì)濃度差和傳質(zhì)量均達(dá)到最小，而且兩條曲線在A～D點(diǎn)最為接近。同樣可以分析出，圖10中A～D點(diǎn)分別是全塔傳質(zhì)濃度差最小的點(diǎn)，并且傳質(zhì)的濃度差為負(fù)值。塔板的傳質(zhì)量和傳質(zhì)濃度差最小點(diǎn)的位置以及大小如圖所示。根據(jù)1.3節(jié)的方法，傳質(zhì)異常的塔板正是這些傳質(zhì)濃度差為負(fù)值的塔板，它們制約全塔正向傳質(zhì)的進(jìn)行，是整個(gè)質(zhì)量交換的瓶頸，并可以得出該脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸是第8、14、17、23塊板。明顯可以看出C、D兩點(diǎn)處的曲線的斜率小于零，即對(duì)應(yīng)的塔板的傳質(zhì)量為負(fù)值。為更為詳細(xì)地描述進(jìn)料附近的傳質(zhì)狀態(tài)，對(duì)圖10中點(diǎn)D局部放大，如圖10中的下圖所示，圖中的傳質(zhì)曲線有明顯的折返現(xiàn)象，如1.2節(jié)所述。由于第14塊塔板附近的塔板的傳質(zhì)量為正值，第14塊進(jìn)料塔板可視為偽進(jìn)料瓶頸，在后續(xù)的去瓶頸時(shí)不再將其視為進(jìn)料瓶頸。綜上，進(jìn)料瓶頸包含進(jìn)料板8、17和23。

基于傳熱/傳質(zhì)分析方法能夠有效識(shí)別出制約乙烯裂解過(guò)程脫甲烷塔裝置的進(jìn)料瓶頸，若對(duì)其進(jìn)行去瓶頸操作，使反向傳質(zhì)的塔板數(shù)目盡可能減少，既能提高塔板的有效性和分離的可靠性，又能降低全塔的能量消耗。

3 基于流程重構(gòu)的去瓶頸策略

對(duì)于單進(jìn)料的精餾塔而言，調(diào)整進(jìn)料的位置能有效降低冷熱公用工程的用量，從而實(shí)現(xiàn)節(jié)能的目標(biāo)[24-26]。而對(duì)于包含多個(gè)進(jìn)料的復(fù)雜精餾塔，進(jìn)料位置的不合理會(huì)導(dǎo)致異常的傳質(zhì)濃度差出現(xiàn)，進(jìn)而使得進(jìn)料板及以下部分塔板的傳質(zhì)量為負(fù)值，如上述方法分析得到的異常進(jìn)料位置。為將設(shè)備改造成本降到最低，本工作僅考慮通過(guò)調(diào)整進(jìn)料的位置的流程重構(gòu)方法減小傳質(zhì)量為負(fù)的塔板的數(shù)目，以達(dá)到解除進(jìn)料瓶頸的目的。

以脫甲烷塔的第一股進(jìn)料為例，全塔的傳質(zhì)量曲線隨進(jìn)料板位置移動(dòng)而變化，如圖11所示。第1股進(jìn)料附近各層塔板的傳質(zhì)量的分布指出，塔板的傳質(zhì)量曲線在進(jìn)料附近部分落入零軸以下，出現(xiàn)了傳質(zhì)量為負(fù)的塔板，即上文所提到的系統(tǒng)的傳質(zhì)瓶頸。對(duì)精餾塔的操作，在有限的能量負(fù)荷前提下使傳質(zhì)過(guò)程盡可能正向進(jìn)行，以充分利用各層塔板并分離出更多需要的產(chǎn)品。調(diào)整進(jìn)料的位置，即將進(jìn)料板上下的塔板作為進(jìn)料板，是不錯(cuò)的流程重構(gòu)方法。圖11中的曲線分別代表將進(jìn)料塔板的位置從第7塊塔板依次調(diào)整到第10塊塔板后塔板傳質(zhì)量的變化規(guī)律。進(jìn)料板下方的反向傳質(zhì)塔板數(shù)隨著移動(dòng)逐漸減少，而且當(dāng)進(jìn)料板為第7塊塔板時(shí)有兩層反向傳質(zhì)的塔板，當(dāng)調(diào)整進(jìn)料位置到第10塊塔板時(shí)進(jìn)料位置反向傳質(zhì)的塔板消失，在不同進(jìn)料情況下1～4點(diǎn)的傳質(zhì)量如圖所示。在進(jìn)料板從第8塊塔板調(diào)整到第10塊塔板時(shí)，在控制塔頂溫度保持不變的情況下調(diào)整塔頂回流量，發(fā)現(xiàn)系統(tǒng)的回流量比重構(gòu)前降低了3.26 kmol·h?1，整個(gè)系統(tǒng)塔頂?shù)蜏乩淞肯募s下降了6 kW。這驗(yàn)證了通過(guò)調(diào)整進(jìn)料位置能有效地降低塔頂系統(tǒng)的冷量消耗。

從上述分析來(lái)看，調(diào)整進(jìn)料的位置不僅能帶來(lái)塔板傳質(zhì)效率的提高，還能帶來(lái)能量消耗的降低，因此可以通過(guò)調(diào)整進(jìn)料位置對(duì)系統(tǒng)進(jìn)行去瓶頸操作。結(jié)合第1股進(jìn)料流程重構(gòu)的分析方法分別分析脫甲烷塔的其余兩個(gè)進(jìn)料瓶頸附近的反向傳質(zhì)塔板，對(duì)各個(gè)進(jìn)料板處塔板附近的傳質(zhì)量進(jìn)行分析，分別調(diào)整對(duì)應(yīng)進(jìn)料的位置，使進(jìn)料附近反向傳質(zhì)塔板數(shù)最少。經(jīng)分析給出最終的流程重構(gòu)后的進(jìn)料位置的方案，與重構(gòu)前的進(jìn)料的對(duì)比詳見表3。

表3 重構(gòu)前后脫甲烷塔的進(jìn)料位置

根據(jù)流程重構(gòu)的方法，按照瓶頸分析的結(jié)果調(diào)整進(jìn)料的位置，并對(duì)系統(tǒng)進(jìn)行流程模擬。重構(gòu)后甲烷的摩爾分?jǐn)?shù)和傳質(zhì)量的復(fù)合曲線如圖12所示，傳質(zhì)過(guò)程得到改善。重構(gòu)前后脫甲烷塔的溫度分布如圖13所示。

在進(jìn)料條件及塔頂產(chǎn)品甲烷摩爾分?jǐn)?shù)保持不變的情況下（控制塔頂溫度及壓力不變），根據(jù)圖14重構(gòu)前后各層塔板的傳質(zhì)量對(duì)比曲線可以看出，在流程重構(gòu)前后：（1）進(jìn)料處反向傳質(zhì)的塔板消失，各個(gè)塔板得到有效的利用；（2）進(jìn)料處重構(gòu)前后的反向傳質(zhì)的塔板不變，但反向傳質(zhì)量下降；（3）進(jìn)料處發(fā)生的變化較大，由反向傳質(zhì)塔板原來(lái)的3塊變成了1塊。進(jìn)料處塔板的傳質(zhì)量得到明顯的改善，達(dá)到了去瓶頸的目的。

流程重構(gòu)前后的關(guān)鍵流股的數(shù)據(jù)對(duì)比見表4。根據(jù)圖7所示比較重構(gòu)前后脫甲烷塔的塔頂塔底組分，在控制塔頂及塔底溫度保持不變的情況下，塔頂塔底的甲烷濃度幾乎不變，塔頂?shù)幕亓髁勘仍瓉?lái)下降了10.49%，同時(shí)塔頂?shù)睦淞肯慕档土?.14 kW。

表4 重構(gòu)前后脫甲烷塔部分?jǐn)?shù)據(jù)對(duì)比Table 4 Contrast of demethanizer data before and after reengineering

雖然在本例中應(yīng)用重構(gòu)方法僅實(shí)現(xiàn)了0.86%的節(jié)能，效果不是很明顯，但本結(jié)果是建立在對(duì)塔頂乙烯含量的控制要求及總處理量相對(duì)較低的條件下，若提高塔頂氣中甲烷的純度，這種流程重構(gòu)所帶來(lái)的節(jié)能空間可能更大。塔頂出料中乙烯含量越低，塔的分離負(fù)荷就越大，要獲得高濃度的塔頂甲烷氣所需要的冷量就越多，并且塔頂乙烯濃度的變化對(duì)于所需的冷量的變化也就越突出，因此在乙烯含量盡可能低的情況下重構(gòu)所帶來(lái)的節(jié)能效果會(huì)越明顯。同理，在一定的產(chǎn)品質(zhì)量下，處理量也直接影響所需的冷量，處理量越大對(duì)冷量的需求就越大，對(duì)設(shè)備的利用率會(huì)越高，重構(gòu)前的設(shè)備瓶頸會(huì)越來(lái)越突出，這樣重構(gòu)的作用就顯得極為突出，重構(gòu)對(duì)于節(jié)能的效果會(huì)越明顯。因此，在后續(xù)的研究中會(huì)考慮進(jìn)料的流量及塔頂塔底的產(chǎn)品質(zhì)量對(duì)全塔的冷量消耗的影響，將從提高產(chǎn)品質(zhì)量和處理量?jī)煞矫孢M(jìn)一步驗(yàn)證重構(gòu)對(duì)于節(jié)能的有效性。

4 結(jié) 論

在塔板的傳熱溫差與傳熱量、傳質(zhì)濃度差與傳質(zhì)量的定義基礎(chǔ)上構(gòu)建了塔板的溫度與傳熱量、塔板的關(guān)鍵組分摩爾分?jǐn)?shù)與傳質(zhì)量的復(fù)合關(guān)系曲線，并給出了基于傳熱/傳質(zhì)綜合的進(jìn)料瓶頸的識(shí)別方法，結(jié)合對(duì)脫甲烷系統(tǒng)的分析及流程重構(gòu)前后的對(duì)比，給出以下結(jié)論。

（1）基于理論板的基本原理，所提的傳熱/傳質(zhì)綜合的進(jìn)料瓶頸識(shí)別方法能夠有效地識(shí)別出脫甲烷塔的進(jìn)料瓶頸的位置。

（2）對(duì)精餾塔內(nèi)部的傳熱/傳質(zhì)機(jī)理分析，不恰當(dāng)?shù)倪M(jìn)料位置是造成傳熱/傳質(zhì)分離效率的瓶頸。

（3）調(diào)整進(jìn)料位置的流程重構(gòu)方法能夠有效改善瓶頸處塔板的傳熱/傳質(zhì)效率，使全塔的分離效率提升及能量利用率提高，并實(shí)現(xiàn)了節(jié)能的目標(biāo)。

符 號(hào) 說(shuō) 明

Dc——塔板上傳質(zhì)濃度差，mol·mol?1 F——進(jìn)料摩爾流量，kmol·h?1 H——?dú)庀嗷蛞合嗄栰手?，kJ·kmol?1 k——相平衡常數(shù)（量綱1） L,V——分別為塔板的液相、氣相摩爾流量，kmol·h?1 DM——塔板上傳質(zhì)速率，kmol·s?1 n——精餾塔塔板數(shù)（正整數(shù)） Q——塔板傳熱速率，kJ·s?1 S——塔板上液相產(chǎn)品摩爾流量，kmol·h?1 T——塔板溫度或進(jìn)料溫度，K DT——塔板上傳熱溫差，K x,y——分別為塔板的液相、氣相摩爾分?jǐn)?shù)，mol·mol?1 z——進(jìn)料摩爾分?jǐn)?shù)，mol·mol?1 上角標(biāo) L,V ——分別代表液相和氣相 下角標(biāo) F——進(jìn)料流股 i——塔板號(hào) j——?dú)庀嗷蛞合嘟M分號(hào)

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Heat and mass transfer based feed bottleneck identification and reengineering of multi-feed demethanizer in ethylene complex

WU Bo, LUO Xionglin

(Department of Automation, China University of Petroleum, Beijing 102249, China)

In the distillation columns, feed composition and temperature always affect the mass exchange and energy utilization, and improper feed-location can cause bad behavior of the separation and energy. To solve the feed position problem of the multi-feed distillation column, a method that identifies improper feed locations is proposed. By defining the conception of the heat transfer temperature driving force and heat transfer rate, mass transfer driving force and mass transfer rate of the tray, the method using the heat / mass transfer composite curve for the bottleneck identification is presented and applied to identify bottlenecks of the multi-feed demethanizer. The strategy that adjusts the feed locations for the process reengineering can achieve the goal of the debottlenecking for the distillation. Process simulation and bottleneck analysis show that the proposed method can identify the feed bottleneck of the demethanizer and the process reengineering can realize the debottlenecking operation. The heat and mass transfer characteristics of the whole tower become better with saving more cold energy.

process system; computer simulation; distillation; demethanizer; bottleneck identification; process reengineering; numerical analysis

2016-08-24.

Prof. LUO Xionglin, luoxl@cup.edu.cn

10.11949/j.issn.0438-1157.20161178

TE 624

A

0438—1157（2016）11—4705—11

吳博（1987—），男，博士研究生。

國(guó)家重點(diǎn)基礎(chǔ)研究發(fā)展計(jì)劃項(xiàng)目（2012CB720500）。

2016-08-24收到初稿，2016-08-31收到修改稿。

聯(lián)系人：羅雄麟。

supported by the National Basic Research Program of China (2012CB720500).