化工计算与软件应用(包宗宏)3详解课件.ppt

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1、1,化工计算与软件应用,第三章 节能分离过程,2/47,化工过程是一个技术密集、资金密集型的行业，也是耗能大户。我国炼油、化工等过程工业的能耗占全国总能耗的一半左右，如何提高过程工业能源的利用率已经成为影响国民经济发展的重要因素。目前全球能源日趋紧张，我国更是一个能源匮乏的国家，原油的对外依存度超过50%，节能减排已成为我国的基本国策。在化工设计过程中，采用新技术精心设计，从化工生产的源头上节能降耗，是每一个化工设计人员义不容辞的责任。在化工生产流程中，分离过程是能耗比重最大的部分。所有的分离过程都需要以热和(或)功的形式加入能量，其费用与设备折旧费相比占首要地位，是生产操作费用的主要部分。因

2、此，在化工设计过程中，应该优先选用节能的分离方法。,3/47,3.1.1 冷热流体换热在化工流程中，从原料到产品的整个生产过程，始终伴随着能量的供应、转换、利用、回收、生产、排弃等环节。例如，进料需要加热，产品需要冷却，冷、热流体之间换热构成了热回收换热系统。加热不足的部分就必须消耗热公用工程提供的燃料或蒸汽，冷却不足的部分就必须消耗冷公用工程提供的冷却水、冷却空气或冷量；泵和压缩机的运行需要消耗电力或由蒸汽透平直接驱动等。若能巧妙地安排流程中的冷热流体相互换热，则可减少外部公用工程的消耗，以降低操作成本。,3.1 流体换热与热集成网络,4/47,3.1.1 冷热流体换热,例3-1乙醇与苯双塔

3、双压精馏系统内冷热流体换热。 在例2-19中，设计了一个双塔双压精馏分离乙醇与苯共沸物的流程:,系统加热设备的热负荷汇总值是3008.2 kw，系统冷却设备的热负荷汇总值是3097.5 kw。,5/47,3.1.1 冷热流体换热,例3-1解。可以把这两股冷热流体换热，如图。但在设计这一换热流程时，应该考虑换热器热端温差、冷端温差的限制。,加热热负荷2683.5 kw，冷却热负荷2772.9 kw。与图2-139流程比较，节省加热热负荷324.7 kw，节省冷却热负荷324.6 kw。,6/47,3.1.1 冷热流体换热,物流9出换热器的温度为114.8，比进料板温度高41.8；物流RECYC出

4、换热器的温度为148.4，比原工艺温度163低14.6。若维持原来两塔的操作条件不变，可加两个换热器进一步降温与加热，如图。,与图2-139的流程比较，加热热负荷和冷却热负荷均降低179.2 kw。设置了B4、B5、B6三台换热器后，入两塔的物流温度未变，故两塔的操作参数也不变。,7/47,3.1.1 冷热流体换热,若希望进一步降低能耗，可把B1塔的塔釜液体作为B5换热器加热流体，如图。设置B5换热器的热负荷为36 kw，物流1的出口温度为163。入两塔的物流温度未变，故两塔的操作参数也不变。B1塔釜液的温度经换热后降温10.5。,与图2-139的流程比较，加热负荷降低179.2+36=215

5、.2 kw，冷却负荷降低179.2 kw。,8/47,3.1.2热集成网络分析,3.1.1节对双塔双压精馏分离乙醇与苯共沸物流程的节能模拟计算是基于直观的观察，若想获得更全面的节能方案，可以用Aspen的能量分析器软件（Aspen Energy Analyzer）进行热集成网络分析，寻找可能的节能流程。热集成网络的分析与合成，本质上是设计一个由热交换器组成的换热网络，使系统中所有需要加热和冷却的物流都达到工艺流程所规定的出口温度，使得基于热集成网络运行费用与换热设备投资费用的系统总费用最小。,9/47,3.1.2热集成网络分析,Aspen能量分析器软件采用过程系统最优化的方法进行过程热集成的设

6、计，其核心是窄点技术。它主要是对过程系统的整体进行优化设计，包括冷热物流之间的恰当匹配、冷热公用工程的类型和能级选择；加热器、冷却器及系统中的一些设备如分离器、蒸发器等设备在网络中的合适放置位置；节能、投资和可操作性的三维权衡；最终的优化目标是总年度运行费用与设备投资费用之和（总年度费用目标）最小，同时兼顾过程系统的安全性、可操作性、对不同工况的适应性和对环境的影响等非定量的过程目标。,10/47,3.1.2热集成网络分析,例3-2. 乙醇与苯双塔双压精馏系统的热集成网络分析。用Aspen能量分析器软件对例2-19进行热集成网络分析，寻找更佳的节能方案，并根据热集成网络分析结果，推荐优化的乙醇

7、与苯双塔双压精馏节能流程。,11/47,3.1.2热集成网络分析,推荐的乙醇与苯双塔双压精馏节能流程:,与例2-19比较，换热器的数量相同，换热面积303.9 m2，降低1.3%；热公用工程负荷降低28.9%，冷公用工程负荷降低28.0%；另外还产生了1024.9 kw的低压蒸汽。换热器的设备成本指数降低2.1%，操作成本指数降低0.3%，总年度费用成本指数降低0.8%。不过，图3-22流程的控制操作条件要复杂一些。,12/47,3.4.1 蒸汽优化配置,蒸汽是化工企业能源的重要组成部分，合理使用价格昂贵的蒸汽越来越受到企业的重视。随着市场竞争的充分发展，如何降低成本成为每个企业关心的头等大事

8、。合理地设计、配置和维护的蒸汽系统能够节约大量宝贵的能源、降低生产成本，提高企业的竞争力。 在化工分离操作中，蒸汽是最广泛使用的能量分离媒介。对于单一的分离单元，设计人员一般能够合理使用蒸汽。但对于组合的分离单元，蒸汽的合理配置往往不能直接看出来，而软件的优化功能则提供了一个有力工具。,13/47,3.4.1 蒸汽优化配置,例3-2。用汽提罐低压蒸汽汽提方法降低二氯甲烷废水的浓度。已知废水流率10105 kg/h，二氯甲烷质量分数0.014，温度40，压力2 bar。低压蒸汽饱和压力2 bar，汽提罐操作压力不低于1.2 bar。要求净化水中二氯甲烷质量分数不高于15010-6，求蒸汽消耗量。

9、,14/47,3.3 多效蒸发,蒸发是用加热的方法，使溶液中部分溶剂气化并除去，从而提高溶液的浓度，促进溶质析出的工艺操作。蒸发过程进行的必要条件是不断地向溶液供给热能和不断地去除所产生的溶剂蒸气。 多效蒸发是几个蒸发器连接起来操作，前一蒸发器内蒸发时所产生的二次蒸汽用作后一蒸发器的加热蒸汽。 通常第一效蒸发器在一定的表压下进行操作，第二效蒸发器的压强较低，从而造成适宜的温度差，使第二效蒸发器中的液体得以蒸发。 同理，多效蒸发时，多个蒸发器中的温度经过一定时间后，温度差及压力差自行调整而达到稳定，使蒸气能连续进行。由于多次重复利用了热能，因次多效蒸发可以显著降低蒸发过程的热能耗用量。,15/4

10、7,3.3 多效蒸发,依据二次蒸汽和溶液的流向，多效蒸发的流程可分为： 并流流程。溶液和二次蒸汽同向依次通过各效。由于前效压力高于后效，料液可借压差流动。但末效溶液浓度高而温度低,溶液粘度大, 因此传热系数低。 逆流流程。溶液与二次蒸汽流动方向相反。需用泵将溶液送至压力较高的前一效，各效溶液的浓度和温度对粘度的影响大致抵消，各效传热条件基本相同。 错流流程。二次蒸汽依次通过各效，但料液则每效单独进出，这种流程适用于有晶体析出的料液。,16/47,3.3 多效蒸发,按溶液在蒸发器中的运动状况，蒸发器设备类型可分为循环型、单程型、直接接触型三类：循环型。沸腾溶液在加热室中多次通过加热表面，如中央循

11、环管式、悬筐式、外热式、列文式和强制循环式等。单程型。沸腾溶液在加热室中一次通过加热表面，不作循环流动，即行排出浓缩液，如升膜式、降膜式、搅拌薄膜式和离心薄膜式等。直接接触型。加热介质与溶液直接接触传热，如浸没燃烧式蒸发器。蒸发装置在操作过程中，要消耗大量加热蒸汽，为节省加热蒸汽，可采用多效蒸发装置和蒸汽再压缩蒸发器。蒸发器广泛用于化工、轻工等部门。,17/47,3.4.2 多效蒸发,例3-4。某丙烯腈装置废水流率74332.1 kg/h，其中含有丙烯腈聚合物（以C6H8N2O计算）816 kg/h，温度113，压力600 kPa。要求通过蒸发把废水中的水份蒸出83%，冷凝后的净化水作为工艺循

12、环水使用，使浓缩液中的丙烯腈聚合物浓度达到5.9%以上。多效蒸发器的最终压力不低于20 kPa，加热蒸汽压力为470 kPa饱和水蒸气。要求模拟蒸发器操作，比较单效、双效蒸发器操作的能耗。,18/47,3.3 多效蒸发,单效蒸发器消耗蒸汽60500.8 kg/h，蒸发水分61556.7 kg/h。所以，对单效蒸发器而言，1kg蒸汽近似于蒸发1 kg水分。,19/47,3.3 多效蒸发,丙烯腈装置废水双效蒸发模拟流程图:,消耗蒸汽27850 kg/h，蒸发水分61580 kg/h。可以算出，双效蒸发装置1kg蒸汽蒸发了2.21 kg水分，与单效蒸发流程相比，节省蒸汽118%。,20/47,3.4

13、 精馏过程,3.4.1 多效精馏 多效精馏是利用高压塔顶蒸汽的潜热向低压塔的再沸器提供热量，高压塔顶蒸汽同时被冷凝的热集成精馏系统。根据进料与压力梯度方向的一致性，多效精馏可以分为： 并流结构，即原料分配到各热集成塔进料；,21/47,3.4 精馏过程,顺流结构，进料方向和压力梯度的方向一致，即从高压塔进料；,22/47,3.4 精馏过程,逆流结构，进料的方向和压力梯度的方向相反，即从低压塔进料。,23/47,3.4 精馏过程,混流结构，从高压塔进料，塔顶冷凝液入低压塔。具体的流程结构如图3-57所示。 根据操作压力的不同，多效精馏又可分为加压-常压、加压-减压、常压-减压、减压-减压等类型。

14、,24/47,3.4.1 多效精馏,多效精馏的效数(热集成塔数)与理论节能率的关系如下： 双效精馏的理论节能率为50%，三效的为66.7%，四效的为75%。 可以看出，随着效数的增加，节能率的增加幅度下降，如从双效到三效增加16.7%，而从三效到四效仅增加8%。,25/47,3.4.1 多效精馏,尽管多效精馏有明显的益处，但其应用仍受到一定的限制。 首先，效数要受投资的限制。效数增加，塔数增加，设备费用增大。 同时，效数增加，第一效塔的压力增加，则塔底再沸器所用的加热蒸汽的品质提高，将削弱因能耗降低而减少的操作成本；同时又使换热器传热温差减小，使换热面积增大，故换热器的投资费用增大。 再者，效

15、数受到操作条件的限制。第一效塔中允许的最高压力和温度，受系统临界压力和温度、热源的最高温度以及热敏性物料的许可温度等的限制；而压力最低的塔通常受塔顶冷凝器冷却水的限制。 最后，多效精馏系统操作相对困难，且对设计和控制都有更高的要求。,26/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液双效精馏。 分离甲醇水的等摩尔混合物，常压精馏，进料流率2000 kmol/h。要求产品甲醇达到0.995摩尔分数，要求排放水中甲醇0.005摩尔分数。比较单塔和顺流双效精馏的能耗，设塔板压降1 kPa/板，高压塔的操作压力700 kPa，低压塔常压操作。,27/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液

16、双效精馏。例3-5解。 单塔精馏。用“DSTWU”模块计算。,28/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液双效精馏。例3-5解。 单塔精馏。改用“RadFrac”模块计算。,经“Design Specifications”把回流比由0.8调整到0.936后，产品甲醇、水的纯度已达到分离要求，塔釜需要提供的热量是19.3 MW。,29/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液双效精馏。 顺流双效精馏。经过物料衡算： B=1000 kmol/h， D=D1 + D2 = 1000 kmol/h。借助于一个辅助双塔系统确定D1流率值 。确定B1塔的参数是： N=39，NFEED=3

17、8，R=1.57；B2塔的操作参数是：N=32，NFEED=24， R=1.07 B2=1000 kmol/h。,30/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液双效精馏。 顺流双效精馏。确定B1塔塔顶汽相出料量。调整B1塔顶出料量使B1QC与B2QN的绝对值相等.设计规定计算结果:B1塔塔顶出料比D/F为0.2147时，B1塔塔顶热负荷B1QC绝对值等于B2塔釜再沸器热负荷B2QN绝对值，均为9.4 MW。此时，B1塔顶D1的出料量为429.4 kmol/h，塔顶温度123.4，回流比1.57。,31/47,3.4.1 多效精馏,例3-5。甲醇水溶液双效精馏。 顺流双效精馏。由回流比1

18、.57可算出C1塔顶汽相流率V=(R+1)D1=2.57429.4=1103.6 kmol/h。由D1 + D2 = 1000 kmol/h算出D2=1000-429.4=570.6 kmol/h。把辅助双塔系统计算出的参数代入顺流双效精馏流程，运行结果表明比单塔精馏节省加热能量51.3%，另外还节省了C1塔塔顶冷凝水消耗。,32/47,3.4.2 热泵精馏,通过外加功将热量自低位传至高位的系统称为热泵系统。热泵是以消耗一定量的机械功为代价, 把低温位热能温度提高到可以被利用的程度。由于所获得可利用热量远远超过输入系统的能量, 因而可以节能。 热泵精馏的出发点是提高精馏过程中一部分能量的等级，

19、用于自身的再沸器。热泵精馏尤其适用于低沸点物质的精馏，即塔顶气相需要用冷冻水或其他制冷剂冷凝的系统，通常不用于多组分精馏或相对挥发度较大的系统。 根据热泵所消耗的外界能量不同，热泵精馏分为蒸汽压缩式热泵精馏和吸收式热泵精馏。根据压缩机工质的不同，蒸汽压缩式热泵精馏又分为塔顶蒸汽直接压缩式、塔底液体闪蒸式和间接式三种类型，具体的流程结构如图3-73所示。,33/47,3.4.2 热泵精馏,（a）塔顶气体压缩式,（b）塔底液体闪蒸式,（c）间接式蒸汽压缩,34/47,3.4.2热泵精馏,综上所述，蒸汽压缩式热泵精馏结构通常可用于： （1）塔顶和塔底温差较小的精馏塔； （2）被分离物质沸点相近的难分

20、离系统； （3）低压下精馏时塔顶产品需要用冷冻剂冷凝的系统。其中，塔底液体闪蒸式结构在塔压较高时有利，而塔顶气体直接压缩式在塔压较低时更有利。二者都比间接式热泵精馏少一个换热器。而吸收式热泵精馏结构适用于塔顶和塔底温差较大的系统。 不同类型的热泵精馏，对于不同的分离物系和热源特点，各有优缺点，实际应用中应根据具体情况选择合适的结构，并对其进行改进，以满足其应用要求。,35/47,3.4.2 热泵精馏,例3-6。丙烯-丙烷热泵精馏。压力为7.70 bar的一股饱和液体丙烯-丙烷混合物含丙烯0.6摩尔分数，流率250 kmol/h，精馏塔塔顶压力6.9 bar，塔底压力7.75 bar。用塔底液体

21、闪蒸式热泵精馏分离成为0.99摩尔分数的丙烯和0.99摩尔分数的丙烷，两组分收率不低于0.99。求：单塔精馏时的理论塔板数、进料位置、回流比、塔釜热负荷？按图3-73（b）画出塔底液体闪蒸式热泵精馏计算流程图；热泵精馏计算模块参数设置方式；与单塔精馏相比塔底液体闪蒸式热泵精馏能量节省多少？,节省能耗51.0%,36/47,3.4.3 热耦精馏,热耦精馏是通过气、液相的互逆流动接触而直接进行物料输送和能量传递的流程结构，即从某一个塔内引出一股液相物流直接作为另一塔的塔顶回流，或引出气相物流直接作为另一塔的气相回流，从而实现直接热耦合。该结构通常用于三组分分离物系，其中最有代表性的是Petlyuk

22、热耦精馏（图3-83）和经由Petlyuk热耦精馏结构改进而来的分壁式热耦精馏结构（图3-84）。 Petlyuk热耦精馏结构由一个主塔和一个副塔组成，两塔用气液流向互逆的两流股连接，并有一中间产品直接从主塔的某块塔板直接采出，使副塔避免使用冷凝器和再沸器。工业上采用的是分壁式塔结构，即将Petlyuk结构中的两个塔放在一个塔壳内，用一个隔板分开。二者在热力学上是等价的，只是分壁式结构节省更多的投资费用。,37/47,3.4.3 热耦精馏,图3-83 Petlyuk热耦精馏结构,图3-84 分壁式结构,热耦精馏在在热力学上是一种较为理想的结构，既可以节省设备投资，又节省能耗。热耦精馏比两个常规

23、塔精馏结构可节省约25%30%的能耗。,38/47,3.4.3 热耦精馏,例3-7用精馏塔分离乙醇-正丙醇-正丁醇的液体混合物，饱和液体进料，进料流率100 kmol/h；摩尔比为乙醇：正丙醇：正丁醇=1：3：1；常压操作。试用双塔和分壁塔精馏两种方法把混合物分离成为3个醇产品，要求摩尔分数不低于0.97。试比较能耗大小。,比双塔精馏节省能量25.6%。,39/47,3.4.3 热耦精馏,需要说明， “PETLYUK”模块可以用两个普通的Radfrac模块组合构成，如下图所示，其中B2塔不设置冷凝器与再沸器。两者在热力学上等价，但模拟计算收敛的难度小一些。,40/47,3.4.4中段换热精馏,

24、一般而言，精馏过程是从再沸器加入热量QR (温度为TR) ，从冷凝器移出热量Qc (温度为Tc)。若环境温度为T0、分离过程产生的两股物料的焓差极小可以忽略时（QR = Qc = Q），精馏过程消耗的净功量可以用下式计算：,在普通精馏塔内，塔顶温度最低，塔釜温度最高，温度自塔顶向塔底逐渐升高。如果塔底和塔顶的温度相差较大，在塔中部设置中间冷凝器，就可以采用较高温度的冷却剂。,41/47,3.4.4中段换热精馏,由上式可以看出，这将降低分离过程的净功消耗。由于利用较廉价的冷源，可节省冷公用工程费用。在实际生产中, 不同温度的公用工程物流具有不同的成本。在精馏过程中，采用不同品味的公用工程，其操作

25、费有所不同，使用过高品味的公用工程是不经济的。,如果在塔的中部设置中间再沸器，可以代替一部分原来从塔底加入的热量。由于中间再沸器所处的温度比塔底的温度低，所以在中间再沸器中可以用比塔底加热剂温度低的加热剂来加热, 这亦将降低分离过程的净功消耗，提高精馏过程的热力学效率，同时可以节省热公用工程费用。,42/47,3.4.4中段换热精馏,另一方面，对于二元精馏塔，中间冷凝器和中间再沸器的使用，会使塔顶冷凝器和塔底再沸器热负荷降低，这将产生三个不同效应： 一是精馏段回流比和提馏段蒸发比减少，使操作线向平衡线靠拢，虽然提高了塔内分离过程的可逆程度，但完成一定分离任务需要的理论塔板数要相应增加； 二是在

26、中间再沸器和中间冷凝器下面的塔段，因为热负荷减小，可以减少板间距离或塔径，降低塔设备成本； 三是中间再沸器和中间冷凝器往往选用在传热推动力比较大的位置，可使换热器的总换热面积减少。,43/47,3.4.4中段换热精馏,用RadFrac模块模拟精馏塔时，有多种方法可以实现中段换热： 添加换热器模块，用塔板上物流连接精馏塔与换热器，实现中段换热； 利用RadFrac模块中的“Hteaters Coolers”功能，对特定塔板进行加热或冷却； 利用RadFrac模块中的“Pumparounds”功能，在规定中段回流时进行中间换热器的设置。,44/47,3.4.4中段换热精馏,例3-8氯乙烯精馏塔中间

27、再沸器设置（总能耗不变）。在例2-21二氯乙烷裂解制氯乙烯流程中，氯乙烯精馏塔共12块理论板，进料板在第7块，进料板温度105，塔釜温度166.2，由例2-21题解查得塔釜热负荷15.6 MW。由于塔釜温度高，再沸器加热蒸汽温度一般应该比釜温高出20，因此需要用中压蒸汽给塔釜加热。因中压蒸汽价格高，再沸器加热蒸汽的运行成本较高。为减少氯乙烯精馏塔的运行成本，可考虑用设置中间再沸器的方法，使用部分低压蒸汽代替中压蒸汽。假设两种蒸汽参数：低压蒸汽，0.8 MPa,170.4 ,180元/t，汽化热2052.7 kJ/kg；中压蒸汽蒸汽，4.0 MPa,250.3 ,300元/t,汽化热1706.8

28、 kJ/kg。试比较设置中间再沸器前后运行成本的大小。,45/47,3.4.4中段换热精馏,例3-8氯乙烯精馏塔中间再沸器设置（总能耗不变）。,设置中间再沸器前后蒸汽消耗与蒸汽成本的大小比较: 普通氯乙烯精馏塔的蒸汽消耗是32.9 t/h，蒸汽成本9864.8 元/h； 设置中间再沸器后，因为低压蒸汽汽化热大于高压蒸汽，故蒸汽消耗总量是29.6 t/h，蒸汽成本6960.4元/h。 蒸汽消耗量降低10.0%，蒸汽成本降低29.4%。 但必须注意到设置中间再沸器后，设备的投资将会增加。,Radfrac模块中的“Pumparounds”功能可以处理从任意级到同一级或其它任意级的中段回流，可以进行中

29、间再沸器的设置。,46/47,3.4.4中段换热精馏,例3-9脱氯化氢精馏塔中间冷凝器设置(总理论级数不变)。 在例2-21二氯乙烷裂解制氯乙烯流程中，脱氯化氢精馏塔共17块理论板，进料板在第8块，进料板温度42.6，塔顶温度-1.6，由例2-21题解查得塔顶热负荷-13.9 MW。 由于塔顶温度低，冷凝器冷却介质温度一般应该比塔顶温度低510，因此需要用冷冻盐水给塔顶汽相冷凝冷却。因冷冻盐水价格高，冷凝器冷却介质的运行成本较高。为减少脱氯化氢精馏塔的运行成本，可考虑设置中间冷凝器。 精馏塔中段温度较塔顶高，可以使用冷冻淡水作为冷却介质，以减少塔顶冷凝器热负荷，减少冷冻盐水消耗。假设两种冷却介

30、质参数：冷冻淡水，0.4 MPa,515 ,10元/t,热容4.2 kJ/(kg.)；冷冻盐水，0.4 MPa,-15-5 ,20元/t,热容3.2 kJ/(kg.)。试比较设置中间冷凝器前后运行成本的大小。,47/47,3.4.4中段换热精馏,例3-9脱氯化氢精馏塔中间冷凝器设置(总理论级数不变)。,普通脱氯化氢精馏塔的冷冻盐水消耗是1564 t/h，冷冻盐水成本31275 元/h； 设置中间再沸器后，可以使用部分冷冻淡水代替冷冻盐水，因为分离能耗有所增加，冷却介质消耗总量增加到1669 t/h，但冷却介质的品味有所降低，成本降低到27749 元/h，冷却介质成本降低11.3%。但必须注意到设置中间冷凝器后，设备的投资将会增加。,设置中间冷凝器以后，温度分布基本相同，塔径分布也近似，但最大塔径从5.2 m增加到5.5 m。,Radfrac模块中的“Pumparounds”功能可以处理从任意级到同一级或其它任意级的中段回流，可以进行中间冷凝器的设置。,