趙建章，董孝宇，楊智勇，鄧建軍

（1. 新疆工程學(xué)院 化學(xué)與環(huán)境工程系，新疆 烏魯木齊 830091；2. 中國礦業(yè)大學(xué) 化工學(xué)院，江蘇 徐州 221116）

精餾是化學(xué)工業(yè)尤其是石化工業(yè)中應(yīng)用最為廣泛的分離技術(shù)之一，但是其也在分離過程中消耗大量能量，尤其是在分離低相對揮發(fā)度物系時，能耗問題更為突出。 為降低精餾過程的能耗，除提高單體設(shè)備的分離效率外，熱量集成利用等過程強化技術(shù)也廣泛應(yīng)用于精餾系統(tǒng)。 但是，該技術(shù)的引入會增強系統(tǒng)的耦合性，從而提高復(fù)雜性[1,2]。 在這種情況下， 除深入研究精餾系統(tǒng)各參數(shù)相互關(guān)系外，設(shè)計合理的控制系統(tǒng)也顯得尤為重要。

本文將差壓熱耦合精餾、熱泵精餾應(yīng)用于煉廠氣體分餾裝置的丙烯-丙烷分離。 通過Aspen Plus進(jìn)行穩(wěn)態(tài)模擬，計算不同流程的壓縮機功耗，挖掘節(jié)能潛力，并考察不同流程在不同控制方案下的動態(tài)性能，為控制系統(tǒng)選擇提供指導(dǎo)。

1 精餾流程模擬與優(yōu)化

1.1 精餾流程模擬

1.1.1 不同工藝的精餾流程

常用的蒸汽再壓縮熱泵精餾流程有3種類型[3]，即A型、B型開式熱泵和單工質(zhì)循環(huán)閉式熱泵。 根據(jù)丙烯精餾的特點多采用開式熱泵，如圖1(a)、圖1(b)所示。 差壓熱耦合精餾是將進(jìn)料板位置以上獨立設(shè)置成高壓塔， 進(jìn)料板及以下獨立設(shè)置成低壓塔，通過冷凝器及再沸器實現(xiàn)高低壓塔的熱耦合，其可以看成B型熱泵精餾的“變種”，如圖1(c)所示。

從圖1可以看出， 精餾系統(tǒng)的主換熱器實現(xiàn)了塔頂冷凝和塔底再沸熱量耦合，從而可以利用塔頂?shù)蜏赜酂?，減少制冷功耗。 但無論哪種技術(shù)，都增加了壓縮機，能耗焦點從熱量消耗轉(zhuǎn)移到了壓縮機的操作費用上。 因此，探討各流程壓縮機的功耗及其影響因素，是挖掘節(jié)能潛力的重要依據(jù)。

圖1 不同工藝的精餾流程

1.1.2 功耗影響因素分析

真實氣體壓縮機的等熵壓縮功耗可以按式(1)[3]計算：

式中，Ws(R)為等熵壓縮（可逆絕熱壓縮）軸功，kW；K為混合氣體的絕熱指數(shù)，按K= (K1+K2) / 2計算；Zm為壓縮機進(jìn)出口平均壓縮因子，在進(jìn)出口壓縮因子變化不大的情況下，按Zm= (Z進(jìn)+Z出) / 2計算；n為通過壓縮機氣體的流量，kmol/s；R為通用氣體的常數(shù)，8.314 J/(mol·K)；T1為壓縮機進(jìn)口溫度，K；p1、p2分別為壓縮機進(jìn)、出口壓力，MPa。

結(jié)合式(1)分析壓縮機功耗與精餾過程操作參數(shù)的關(guān)系[4-6]，如表1所示。

表1 壓縮機功耗與精餾過程操作參數(shù)的關(guān)系

1.1.3 不同工藝的精餾流程模擬

為分析比較三種不同精餾流程的功耗，根據(jù)表1在穩(wěn)態(tài)模擬中設(shè)定以下幾項[4-6]：

（1）進(jìn)出料組成如表2所示，塔頂產(chǎn)品和塔底產(chǎn)品不純度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）需滿足GB/T 3392-2003和GB/T 7716-2014的規(guī)定。

表2 進(jìn)出料組成表

（2）熱泵精餾流程中塔板數(shù)為200 塊（用單塔模擬，與雙塔差異不大）；差壓熱耦合精餾流程經(jīng)優(yōu)化高壓塔塔板數(shù)為156 塊， 低壓塔塔板數(shù)為44 塊，在低壓塔塔頂進(jìn)料，塔板壓降取0.7 kPa。

（3）塔頂壓力1.70 MPa，主換熱器E101的傳熱溫差保持5.0 °C。

（4）使A型熱泵精餾流程中輔助冷卻器E102的出口物料處于泡點狀態(tài)，其它流程按圖1所示。

（5）產(chǎn)品不純度、傳熱溫差按在置信度為0.95時無離群值（應(yīng)用格拉布斯準(zhǔn)則[7]）判斷符合模擬定值要求。

選用RK-SOAVE計算氣液平衡，選用RadFrac模型按圖1流程進(jìn)行模擬并優(yōu)化，結(jié)果如表3、表4所示。

表3 壓縮機C101穩(wěn)態(tài)模擬結(jié)果

表4 精餾系統(tǒng)模擬結(jié)果

1.2 精餾流程優(yōu)化

1.2.1 流程優(yōu)化分析

為了分析式(1) 中功耗計算各項的影響及其對壓縮機功耗的貢獻(xiàn)，取其自然對數(shù)，如式(2)所示，結(jié)果如表5所示。

表5 式(1)中各項的自然對數(shù)

由表5可以看出， 雖然三種流程中壓縮機入口攝氏溫度差值較大， 但這里取熱力學(xué)溫度的對數(shù)，因此3種流程的溫度項相差不大。 差壓熱耦合精餾、B型熱泵精餾流程的物性項與A型熱泵精餾流程相差較大，前兩者壓縮機工作于低壓區(qū)，后者則工作于高壓區(qū)。 差壓熱耦合精餾流程的流量項明顯低于A型、B型熱泵精餾流程。 這是由于其低壓塔降低了操作壓力， 從而其氣液相負(fù)荷明顯降低。 如圖2所示，進(jìn)入壓縮機的流量顯著降低了，這是差壓熱耦合精餾節(jié)能的關(guān)鍵點之一。 圖2中，A型、B型熱泵精餾流程中精餾塔的氣液相負(fù)荷幾乎一致，而其流量項出現(xiàn)差異的原因是：A型熱泵精餾流程的壓縮機流量是塔頂逸出的氣相流量（回流量和產(chǎn)品量之和）與節(jié)流膨脹后的氣相流量之和；而B型熱泵精餾流程除塔底液相循環(huán)量之外，還有為滿足主換熱器熱平衡而附加的循環(huán)量（約塔底液相循環(huán)量的6.66%），使得兩者流量差異減少。 此外，由表5還可以看出，差壓熱耦合精餾流程的壓力項相對低于A型、B型熱泵精餾流程。 差壓熱耦合精餾流程的壓縮機壓縮比低，同時又處于低壓區(qū)，導(dǎo)致壓力項相對較低；而A型熱泵精餾流程的壓縮機壓縮比低、處于高壓區(qū)，B型熱泵精餾流程的壓縮機壓縮比高、 處于低壓區(qū)，兩者相互抵消， 因此A型熱泵精餾流程壓力項略高于B型熱泵精餾流程。

綜上所述， 差壓熱耦合精餾與B型熱泵精餾流程相比，最大優(yōu)勢在流量項，這是對B型熱泵精餾流程進(jìn)行改造關(guān)鍵點之一；A型、B型熱泵精餾流程最大差異在于壓縮機工作的壓力范圍不同。

圖2 氣液相負(fù)荷隨塔板數(shù)的變化

1.2.2 不同工藝的精餾流程優(yōu)化

等熵壓縮功耗主要受傳熱溫差、 產(chǎn)品純度、塔板阻力、塔板數(shù)、塔頂操作壓力和過冷度（膨脹閥前的物料溫度）影響。 傳熱溫差受換熱器結(jié)構(gòu)和材料影響，一般不變。 對于既定的精餾塔，塔底和塔頂產(chǎn)品一定的條件下，等熵壓縮功耗主要受塔頂操作壓力和過冷度影響。 對三種流程分別優(yōu)化如下：

（1）差壓熱耦合精餾流程由于輔助冷卻器后溫度較低，因此只能增加膨脹閥前流體的過冷度以降低閥后氣相分率，以減少壓縮機的流量，從而實現(xiàn)優(yōu)化，但是效果不明顯[8]。

（2）A型熱泵精餾流程的塔頂操作壓力和過冷度可以同時優(yōu)化，結(jié)果如表6 中A型熱泵精餾所示[6]。

表6 優(yōu)化后流程穩(wěn)態(tài)模擬結(jié)果

（3）B型熱泵精餾流程由于主換熱器的溫差限制，其塔頂操作壓力不能降低。 在膨脹閥前設(shè)置過冷器，可以明顯降低閥后氣相分率，從而降低進(jìn)入壓縮機的流量。 過冷器后溫度優(yōu)化有兩種方案：一是通過降低閥前的溫度，調(diào)節(jié)閥后氣相分率，抵消塔底循環(huán)液中為維持主換熱器熱量平衡而增加的部分，即輔助冷卻器后的溫度是飽和蒸汽溫度，結(jié)果如表6中B型熱泵精餾1所示； 二是取消輔助冷卻器，通過降低閥前的溫度， 增加過冷器的冷卻負(fù)荷，滿足系統(tǒng)熱平衡，結(jié)果如表6中B型熱泵精餾2。該方案的壓縮機能耗明顯低于前一種，但是該方案中輔助冷卻器的取消， 增加了精餾塔和壓縮機的耦合性，精餾塔所需熱量來自于主換熱器和壓縮機，而主換熱器的負(fù)荷由塔頂氣相量決定， 是不可調(diào)節(jié)的量，因此只能通過調(diào)整壓縮機的功耗以平衡精餾塔的熱量，這樣會導(dǎo)致控制系統(tǒng)難以穩(wěn)定。

2 流程控制方案設(shè)計與性能分析

2.1 流程控制方案設(shè)計

在文獻(xiàn)[9-11]中RR-BR和D-B控制方案（表7）的基礎(chǔ)上， 設(shè)計差壓熱耦合精餾和A、B熱泵精餾流程的控制方案，如表8和圖3～圖5所示。

熱耦合流程中，塔頂和塔底耦合度是控制系統(tǒng)設(shè)置的關(guān)鍵。 結(jié)合表7、表8和圖3～圖5分析，壓縮機在流程中既是升壓輸送設(shè)備，也是熱量供給設(shè)備[12]，尤其后者對耦合度影響較大。其中，A型熱泵精餾流程中壓縮機位于主換熱器入口位置上，其功率變化對主換熱器影響較大，容易出現(xiàn)波動；同時，塔底循環(huán)液流量變化會直接影響回流液的溫度，從而影響塔頂產(chǎn)品質(zhì)量，因此塔頂和塔底耦合度最大。B型熱泵精餾流程中壓縮機出口設(shè)置了輔助冷卻器，可以根據(jù)低壓塔塔底液位調(diào)整輔助冷卻器的負(fù)荷，從而大幅度減弱了壓縮機功率波動對整個精餾系統(tǒng)的影響，同時該流程中主換熱器的平衡是通過調(diào)節(jié)主換熱器冷流體的流量實現(xiàn)的， 回流液的溫度與A型相比較穩(wěn)定，塔頂和塔底耦合度最小。 差壓熱耦合精餾流程中壓縮機出口是高壓塔，經(jīng)過其塔板的氣液接觸， 其功率變化對精餾有影響但影響度較低，同時輔助冷卻器負(fù)荷大，即可調(diào)節(jié)范圍寬，因此塔頂和塔底耦合度居中。 但是，由于低壓塔內(nèi)氣液負(fù)荷較?。▓D2），對抗液相進(jìn)料的干擾能力較弱，尤其對塔底產(chǎn)品影響較大。

表7 RR-BR和D-B控制方案

表8 精餾流程控制方案設(shè)計

圖3 A型熱泵精餾控制系統(tǒng)

圖4 B型熱泵精餾控制系統(tǒng)

圖5 差壓熱耦合精餾控制系統(tǒng)

2.2 控制方案抗干擾性能分析

現(xiàn)以進(jìn)料量和進(jìn)料組成階躍變化，考察上述控制方案下精餾流程的動態(tài)響應(yīng)過程，從而評價不同流程不同控制方案的控制性能。 在1 h處加入干擾，20 h后系統(tǒng)產(chǎn)品質(zhì)量得到控制， 因此只需要研究和分析前20 h 動態(tài)響應(yīng)。 在1 h 進(jìn)料量施加+10%（17000至18700 kg/h）的干擾或者對進(jìn)料中丙烯含量施加+5%（74%至79%）的干擾后，前20 h產(chǎn)品質(zhì)量動態(tài)響應(yīng)如圖6、圖7所示，響應(yīng)過程中被控變量偏離列于表9中。通過0.8 h～2.4 h內(nèi)產(chǎn)品采出量動態(tài)響應(yīng)如圖8、圖9 所示，分析不同流程、不同控制系統(tǒng)下對于干擾加入初期的響應(yīng)性。

圖6 D-B控制方案的產(chǎn)品質(zhì)量動態(tài)響應(yīng)

從流程、控制方案、干擾類型，對圖6、圖7、表9，以及圖8、圖9綜合分析發(fā)現(xiàn)，不同流程下D-B和RRBR控制方案的動態(tài)響應(yīng)曲線的趨勢大致相同，符合各自控制方案下的動態(tài)響應(yīng)特性[11]。 在D-B控制方案下，在擾動（進(jìn)料量或進(jìn)料組成）引入后，與B型熱泵精餾、差壓熱耦合精餾流程相比，A型熱泵精餾流程中塔頂產(chǎn)品不純度對干擾響應(yīng)滯后性較?。◤膱D8(a)、(c)塔頂產(chǎn)品采出量響應(yīng)曲線也可以明顯看出），但是這種較小的滯后性是由于塔頂和塔底耦合性導(dǎo)致，造成了塔頂產(chǎn)品控制的不穩(wěn)定性，以及較大的超調(diào)量。B型熱泵精餾、差壓熱耦合精餾流程中塔頂產(chǎn)品不純度對干擾的動態(tài)響應(yīng)相差不大（從圖8(a)、(c)塔頂產(chǎn)品采出量響應(yīng)曲線也可以明顯看出），這是源于其塔頂和塔底耦合性較小的差異性。 在D-B控制方案下，A、B型熱泵精餾流程的塔底不純度動態(tài)響應(yīng)曲線相近，且控制性能優(yōu)于差壓熱耦合精餾流程。 A、B型熱泵精餾流程在提餾段氣液負(fù)荷基本一致，但后者塔底上升蒸汽控制通道更短（從圖8(b)、(d)塔底產(chǎn)品采出量的響應(yīng)曲線也可以明顯看出），控制性能略優(yōu)于前者。 差壓熱耦合精餾流程的提餾段（低壓塔）氣液相負(fù)荷低，面對相同幅度干擾所產(chǎn)生的輸出值更大，尤其是塔底液位的變化，因此導(dǎo)致塔底產(chǎn)品超調(diào)量明顯偏大。

在RR-BR方案下，三種流程的塔頂不純度動態(tài)響應(yīng)曲線相近，在超調(diào)量方面，B型熱泵精餾流程略占優(yōu)勢，但是這種差異相對較弱。A型熱泵精餾流程的不穩(wěn)定現(xiàn)象依然存在（從圖9(a)、(c)塔頂產(chǎn)品采出量的響應(yīng)曲線振蕩情況也可以明顯看出）。 在RRBR方案下，B型熱泵精餾流程對塔底不純度控制優(yōu)勢突顯，尤其是面對進(jìn)料組成干擾時，因為在相同的干擾下，B型熱泵精餾流程有更大的響應(yīng)輸出，如圖9(b)、(d)中所示。

圖9 在RR-BR控制方案的產(chǎn)品采出量動態(tài)響應(yīng)

無論是RR-BR控制方案還是D-B控制方案，都屬于兩端產(chǎn)品控制系統(tǒng)，并沒有實現(xiàn)塔頂和塔底完全解耦。 因此，一般情況下，塔頂產(chǎn)品質(zhì)量控制品質(zhì)高時，塔底產(chǎn)品質(zhì)量控制效果就會變差，例如本研究中A型熱泵精餾和差壓熱耦合精餾流程。 但是由于B型熱泵精餾流程控制系統(tǒng)中設(shè)置了通過調(diào)節(jié)輔助冷卻器的負(fù)荷控制塔底液位，使得塔頂和塔底的耦合度明顯降低，可以使兩端產(chǎn)品質(zhì)量都得到良好的控制效果。

3 結(jié)論

通過三種丙烯熱耦合精餾系統(tǒng)的壓縮機功耗的比較， 分析了流程的節(jié)能潛力并進(jìn)行了優(yōu)化，在優(yōu)化的基礎(chǔ)上對不同控制方案下的動態(tài)響應(yīng)特性進(jìn)行了分析，得到如下主要結(jié)論：

（1）差壓熱耦合精餾流程的提餾段在低壓狀態(tài)運行，明顯降低了氣液相負(fù)荷，在相同基準(zhǔn)條件下壓縮機功耗最低；A、B型熱泵精餾流程并未改變精餾塔的氣液相負(fù)荷，其功耗差異在于壓縮機運行的壓力范圍不同。

（2）增加膨脹閥前物料的過冷度可以降低進(jìn)入壓縮機的流量，從而降低功耗。A、B型熱泵精餾流程采用此措施降低功耗比較有效，而差壓熱耦合精餾流程效果不明顯。

（3）在D-B、RR-BR控制方案下，階躍干擾后，B型熱泵精餾流程表現(xiàn)出了較優(yōu)的控制性能；在塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量控制上，差壓熱耦合精餾與B型熱泵精餾流程相差不大，但塔底產(chǎn)品質(zhì)量控制上相對較差；A型熱泵精餾流程在控制過程中出現(xiàn)了不穩(wěn)定現(xiàn)象，這是在實際過程控制設(shè)計時需要注意的問題。