间歇精馏过程优化问题
摘要：间歇精馏技术广泛应用于精细化工与制药工业中，用于提纯或回收高附加值的产品。间歇精馏是一个动态过程，其本身具有瞬时特性，这种性质为过程操作策略的制定以及过程设备结构的选择提供很大的灵活度，同时也为研究者们通过优化综合的方法去挖掘间歇精馏过程的经济潜能以及提高过程的分离效率提供了驱动力与广阔的空间。然而，间歇精馏中各个决策变量的时变特性与其过程优化所包含的复杂经济指标权衡，也为间歇精馏过程的优化综合问题带来了巨大的挑战。
本文旨在构建一套系统化解决间歇精馏过程优化综合问题的框架。通过对间歇精馏过程的物理模型和数学模型的分析，得到优化问题的约束条件，并根据实际情况，提出生产利润最大的优化目标。最终形成了混合整数动态优化模型（MIDO），并形成了相应的解法。文中最后根据上述建模过程，具体计算了一个苯-甲苯的二元简单案例，以验证优化模型的可行性和正确性。
关键词：过程优化；间歇精馏；混合整数动态优化
1 引言
间歇精溜，或许是世界上最古老的用于液体混合物分离的单元操作，几个世纪以来直至今天，间歇精馏仍然大量应用于精细化学品及特殊化学品的生产当中，间歇精馏是间歇生产过程中使用最为广泛的分离技术[1]。间歇精馏主要适用于小批量、多组分、高浓度物系的分离，能够实现单塔分离多组分物系，并获得较高纯度的各组分产品。并且允许进料组分浓度在很大范围内变化，还可以适用于不同分离要求的物料。其相对于连续精馏来讲，设备简单、灵活性高、适应力强、适用于工况多变、一塔多用的场合，因此在小批量、多元物系的分离过程中得到了广泛的应用[2]。
从目前来看，全世界由间歇精馏过程得到的化工产品的种类和价值所占的比重还是很大的，尤其是在精细化工方面。目前我国的精细化率在30%以上，精细化工产品具有品种多、更新换代快、产量小、商品性强、产品质量要求高、设备投资小、附加值高等特点，其中有很大一部分都是釆用间歇精馏的生产方式得到的[3-5]。同时精细化工包含的范围很广，包括医药、农药、合成染料、有机颜料、涂料、香料与香精、化妆品等40多个行业和门类。这也使得间歇精馏的技术水平成为了精细化工发展的关键因素。
目前我国大部分企业仍采用传统的间歇精馏技术，即设备采用只具有精馏段的常规间歇精馏塔，运行策略为恒定回流比变塔顶组成或恒定塔顶组成变回流比的常规操作。然而，已有文献表明，传统的间歇精馏技术并不是最为经济有效的生产方式，最佳的间歇精馏运行方案是根据待处理的物料状态选择最适宜的间歇精馏塔结构，并采用优化的回流比操作策略，同时权衡设备投资及公用工程费用，以利润最大化为目标而得到的。未经优化综合的常规生产模式也致使我国精细化工行业存在投资成本高、生产能力小、能源消耗严重以及产品质量差等问题，进而导致产品利润下降以及环境污染等现象的发生。要解决以上问题，依靠计算机辅助设计、模拟，提高精细化工过程的模型化、控制和优化技术水平是一个关键，其中一个重要的方面便在于间歇精馏过程的优化综合。
基于上述社会和研究现状，本文将对间歇精馏过程的优化综合问题展开系统化的研究。通过文献阅读和已有基本化工学科和工程优化学科的基本知识，以间歇精馏系统为对象，以操作时间最短、产品产量最大、过程利润最大为优化目标函数，约束条件为已有的化工间歇精馏计算模型和物性函数模型。通过对优化问题求解，获得最佳设备参数等，由此实现间歇精馏过程的优化综合。最后，本文将列举一个简单的案例来具体阐述这个优化问题，并进行求解，来验证方法的可行性和有效性。
2 间歇精馏塔的物理模型
2.1间歇精馏塔概述
间歇精馏是指间歇投料、间歇出料或连续出料的各种精馏过程，是间歇生产过程中一种十分重要的分离技术，常常被用来作为中间产品和最终产品分离和提纯的手段。间歇精馏的流程如图2-1所示。
间歇精馏与连续精馏原理基本一致，都是利用混合物中各组分挥发能力的不同，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相向气相中转移，而难挥发组分（重组分）由气相向液相中转移，从而达到使混合物得到不断分离纯化的目的。间歇精馏的操作方式与简单蒸馏相类似，即每批次物料一次性加入釜中，然后进行加热精馏。随着釜液被加热汽化，蒸汽在塔内逐级上升至塔顶被冷凝器冷凝，其凝液一部分返回塔内作为回流，另一部分作为塔顶产品采出。塔釜釜液量及组成随塔顶馏出液不断采出而减少和变化。当釜液组成达到设计目标时，则停止精馏，排出釜底残余液，完成一个生产周期。
图2-1常规精馏塔示意图
间歇精馏是一个典型的动态过程，通过有效的时空间安排，可单塔分离多组分混合物，而且设备简单，能多体系共用。工艺通用性强和操作策略灵活的优点，使间歇精馏在化学工业中具有很大的应用价值和市场前景，其内在规律的研究也引起了越来越多的关注与重视。对于间歇精馏过程的研究已有一百多年的历史，纵观研究内容主要包括：间歇精馏过程的模拟计算，间歇精馏过程操作策略的优化，间歇精馏过程的塔型设计以及同时考虑塔型设计与操作策略的过程优化综合。
2.2 间歇精馏过程的物理模型
为了深入探寻间歇精馏过程，掌握其内部规律，并准确预测间歇精馏塔的运行状态，就必须将实际间歇精馏过程抽象成为物理模型，然后运用数学手段对模型进行求解分析。
间歇精馏的建模始于著名的简单Rayleigh 蒸馏模型，但是模型中有诸多假设，模型的准确性有时并不令人满意。之后随着电子计算机的高速发展，人们开始思考引入更多的限定方程：能量平衡、塔板持液、塔板水力学以及严格的物性方程等，来使间歇精馏过程的模型更为精确。然而在许多建模过程中，由于描述间歇精馏复杂模型的是刚性代数-微分方程组，且方程及变量个数随着塔板及组分数的增加而成倍增加，导致求解耗时巨大，甚至会出现不收敛的情况，致使求解困难。因此，人们在不同的设计阶段及不同场景中，开始关注并考虑间歇精馏过程数学模型的大小及复杂度、计算机的计算能力以及是否有可行的数学方法及求解策略。总而言之，就是需要权衡对真实间歇精馏运行场景预测的准确性与求解数学模型所需要的计算代价，从而去选择适当复杂度的模型去满足当前的模拟要求。根据模型的简化程度主要可以分为简捷模型、简单模型以及严格模型[2]。
2.2.1 Rayleigh 模型
Rayleigh 模型，是Rayleigh 于1902年基于单平衡级的间歇蒸馏而建立的，是最简单的间歇精馏过程。其操作流程如图2-2所示。待处理的液体混合物原料被加入至釜内，通过加热器加热，釜内液体开始汽化，气相由釜上方排出，经冷凝器冷凝作为产品采出，过程中没有凝液作为液相回流打回釜中。对于任意时刻，釜液上方的气体都与残留于釜内的液体成相平衡关系。随着精馏的进行，釜液量不断减少，而两相组成也不断变化，易挥发组分在釜液中不断下降，釜液温度随之升高。当釜液中易挥发组分降至规定要求时，则停止精馏。
假设釜中初始二元液相混合物的原料处理量为B 0，液相组成为x B0，则任意时刻釜中残余的液体量B 1及其组成x B1可以通过Rayleigh 模型方程进行计算 0101ln B B x B B x B dx B y x =-? （2-1）
式中，y 表示任意时刻与釜液液相组成x B 成相平衡关系的气相组成。
任意时刻的馏出液量可以通过下式2-2计算：
01D H B B =- （2-2） 气液相平衡关系则一般假设组分间相对挥发度α在一定的操作温度范围内，近似为常数，瞬时平衡气相组成y 可以通过式2-3进行计算：
()11B B x y x αα=+- （2-3）
图 2-2 Rayleigh 精馏示意图
Rayleigh 模型虽然简单，只具有一个平衡级，却为今后的多平衡级间歇精馏过程模型建立打下了基础，此后的无持液模型主要都是基于Rayleigh 方程（式2-1）建立的。
2.2.2 间歇精馏简捷模型
间歇精馏过程可以被视为一系列的持续短时间的连续精馏过程在不同起始点下的拼接，也就是说，将间歇精馏塔假设为进料随时间变化的连续精馏塔。间歇精馏简捷模型正是基于这种假设而建立起来的，并且把基于连续精馏过程的Fenske –Underwood- Gilliland(FUG)方法通过进一步的修改，成为间歇精馏过程的简捷模型。
假设一座间歇精馏塔在0t t =时刻初始进料状态为0B 、0B x ，运行一小段时间间隔10t t t ?=-后，精馏塔在0t 和1t 时刻下的状态可以用等价的连续精馏过程来表示（如图2-3）。
t0t1联系精馏过程
图 2-3间歇精馏过程等价于一系列连续精馏过程的连接
简捷模型忽略了间歇精馏塔的持液量与各个平衡级的能量衡算方程，并且不包含逐板计算，只关心精馏塔两端总的物料衡算，把模型中所包含的微分及代数方程数量降至最低，所以计算复杂度大大减少，求解较为简便，适用于间歇精馏过程的初步设计、优化阶段。
2.2.3间歇精馏半严格模型
间歇精馏过程半严格模型是基于相对挥发度为在温度操作区间内近似为常数以及恒摩尔流假设的基础上提出的，模型中包含了逐板计算。此外，根据模型要求，它还包含了进一步的假设：
1)冷凝罐及塔板上为恒摩尔持液；
2)塔顶为全凝器，不考虑分凝的情况；
3)忽略塔内板间持气量；
4)气液两相在塔板上为理想混合状态；
5)忽略热损失；
6)塔板为理论板，即塔板效率为100%；
7)进料为泡点进料；
8)间歇精馏塔在绝热状态下操作；
9)忽略塔顶到塔底的压降。
相对于间歇精馏简捷模型，半严格模型开始考虑塔板持液量对整个间歇精馏过程的影响，能够体现出塔顶和塔身所持物料的动态“飞轮效应”和稳态“容量效应”，克服了简捷模型模拟具有较大持液量的间歇精馏塔与实际情况偏差较大的情况。
2.2.4间歇精馏严格模型
相比半严格模型，严格模型更全面的考虑了塔板的水力学关系及压降等因素，更为符合间歇精馏过程的真实运行状态。有学者对严格模型与简化模型做了比较，结果表明，严格模型可以捕捉到因间歇精馏塔内液相流股组成及流率变化引起的持液量波动，和其对精馏塔各个操作参数造成的影响，并能预测更接近真实状态的决策变量控制轨迹。
然而间歇精馏严格模型的缺点也十分明显，计算代价巨大，需要很大的计算量及计算机存储空间，尤其是当把此类模型应用于过程优化综合问题中，需要多次反复调用间歇精馏过程模型，更是使得求解过程非常困难。因此间歇精馏严格模型并不十分适合于间歇精馏过程的优化综合方面，而计算代价适中，又能够满足大部分模拟精度要求的半严格间歇精馏模型则得到广泛的应用。
2.3间歇精馏过程的优化目标
间歇精馏的本质是一个动态过程，塔内各项指标及操作参数都一直随时间变化，为了满足产品要求，必须通过决策变量的不断调，,形成一套完整的操作策略，来保证分离任务的完成。回流比是间歇精馏操作过程中极为重要的决策变量，大部分学者都是通过对回流比的优化，来得到最佳的间歇精馆操作策略的。同时最佳的间歇精馏操作策略又强烈依赖于设计者所希望达到的最终目标，按照目标函数的不同，操作策略的优化问题主要可以分为三类：
（1）操作时间最短。操作时间最短问题也被称为最优时间控制问题，是指在最短的运行周期内生产出规定的产品总量及纯度。
（2）产品产量最大。产品产量最大操作策略是指在规定的操作时间下，生产出最多的满足纯度要求的产品。这种操作策略适合于产品唯一且运行周期严格限定的生产工艺。
（3）过程利润最大。将操作时间最短和产品产量最大问题加以结合，得出了过程利润最大化的目标函数形式（式2-4） 1203-=F S C D C B P C t t -=-+产品附加值操作费用生产周期 （2-4）
式中，P 为利润（＄/hr ），1C 表示产品价格（＄/kmol ），2C 表示原料价格（＄/kmol ），
3C 表示操作费用（＄/hr ）
，包括公用工程费用、人力成本、折旧费等。F t 表示运行周期（hr ），S t 表示准备时间（hr ），包括操作周期间隔中的进料、卸料、清洗等时间消耗。
由此，产品产量与运行周期都被包含在目标函数中进行优化权衡。
3 间歇精馏过程的优化问题
通过上一章分析，可以知道，间歇精馏过程的最优化综合问题，可以概括如下：目标函数：
单位时间生产的利润最大化。
约束条件：
原料处理量和组成；
产品产量和纯度要求；
年度生产时间。
同时需要求解：
（1）塔型选择：包括进料位置、采出位置、塔板、储罐连接方式；
（2）塔板结构设计：塔板数目和储罐数目、塔板尺寸；
（3）操作策略：回流比（对于单块塔板为液气比）、塔釜再沸器加热功率（或塔釜气相流率）、运行周期（或年度生产批次数量）。
3.1间歇精馏塔的数学模型
本文中，我们采用具体的间歇精馏动态模型，针对各个平衡级和所有的混合器、分配器考虑质量衡算方程、能量衡算方程、气液相平衡方程以及归一方程(MESH方程)，进行数学建模[6]。首先，定义3个变量，分别为塔板数集合、储罐数集合以及组分数集合。其中塔板数集合设定为NT={l，2，···，n}，表示共有n块塔板可用于间歇精馏的分离过程，并用下角标i来表示与第i块塔板相关联的各个变量；储罐数集合为NB={1，2，···，k}，表示共有k个储罐可用于间歇精馏过程的进料或持液，并用下角标b来表示与第b个储罐相关联的各个变量；组分数集合则用C={1，2，···}来表示，并用下角标j来表示与第j个组分相关联的各个变量。需要补充的是，如前所述，由于各个气液流股的分配器与混合器数量也都和与其具有连接关系的各个平衡级数量相对应，故NT={l，2，···，n}与NB={1，2，···，k}也分别作为相应混合器与分配器的数量集合。
3.1.1分配网络模块
在分配网络模块中，主要包含各个气、液相流股的分配器与混合器。在间歇精馏过程优化综合问题中，我们所要确定的就是它们之间的连接方式，这种连接方式也正对应着各个平衡级之间的连接结构，表达了间歇精馏塔的类型与结构设计方案。
各个分配器与混合器之间的连接方式则需要通过相应的连接流股状态进行表达，主要包括该流股的流率及组成。在分离过程中，各个流股分为两种相态，即气相与液相，故我们分别采用V、L来表达气、液相流股的流率。相应组分的流股流量则用下标
j 来表达。由于流股依附于其所在的单元而存在，下标i 或b 则表达了与其相连的操作单元，而每个流股又都具有方向性，故通过上标in 或out 来说明流股的流进或流出。具体而言，out b V 表达了从第b 个储罐中流出的气相流率，,m i j L 衅，则表达了流入第i 块塔板的j 组分液相流股。
对于分配网络上侧的分配器，在任一时刻，物料衡算方程[7]如下：
1k total b b B B b NB ==?∈∑ （3-1）
,,11,,n k in i i j b i i b L L L i i NT b NB ''=='=+?∈?∈∑∑ （3-2）
()(),,,,,11,,,n k in i j i j i j b i b j i b V V y V y i i NT b NB j C '''=='=?+??∈?∈?∈∑∑ （3-3）
()(),,,,,11
,,,n k in i j i j i j b i b j i b L L x L x i i NT b NB j C '''=='=?+??∈?∈?∈∑∑ （3-4）
()()()()(),,,,11,,n k in V in V V i i i i i i b i b i i b V h V V h V V h V i i NT b NB '''=='?=?+??∈?∈∑∑ （3-5） ()()()()(),,,,11
,,n k in L in L L i i i i i i b i b i i b L h L L h L L h L i i NT b NB '''=='?=?+??∈?∈∑∑ （3-6） 对于分配网络下侧的流股分配器，在任一时刻，其质量及能量衡算方程如下：
,1,n out b b i i V V i NT b NB ==?∈?∈∑ （3-7）
1,n out b b b i L L D i NT b NB ==+?∈?∈∑ （3-8）
(),,,1,,n out b i b i b i i V V y i NT b NB j C '==??∈?∈?∈∑ （3-9）
(),,,,1,,n out b j b i b i b b i i L L x D x i NT b NB j C ==?+??∈?∈?∈∑ （3-10）
()()(),,1
,n out V out V b h b i b i i V h V V h V i NT b NB =?=??∈?∈∑ （3-11） ()()()(),,1,n out
L out
L L b b
b i b i b b i L h L L h L D h D i NT b NB '=?=?+??∈?∈∑ （3-12）
3.1.2 平衡级操作算子模块
所谓平衡级算子模块，其主要表示了各个储罐与塔板上的气液相流股传质、传热过程。对于任一平衡级，其中包括有持液，并分别含有两条气液相流股的流入流出，如图3-1所示，分别为储罐与塔板的平衡级示意图[8]。
图 3-1储罐（左）和塔板（右）平衡级示意图
首先，储罐的质量平衡与能量衡算方程可表达如下： in in out out b b b b b dB L V V L b NB dt
=+--?∈ （3-13）
()
,,,,,,b b j in
in out out b j b j b j b j d B x L V V L b NB j C dt =+--?∈?∈ （3-14） ()()
()()()(),,,L b b in L in in L in out L out out
L out b b b b b b b b R b C b d B h B L h L V h V V h V L h L Q Q b NB j C
dt =+--++?∈?∈
（3-15） 式中,R b Q 、,C b Q 分别表示第b 个储罐中再沸器或冷凝器的热负荷。
对于塔板的质量和能量衡算方程可表示如下：
in in out out
i i i i i dH L V V L i NT dt =+--?∈ （3-16）
()
,,,,,,i i j in in out out i j i j i j i j d H x L V V L i NT j C dt =+--?∈?∈ （3-17） ()()
()()()(),,,L i i in L in in L in out L out out
L out i i i i i i i i R i C i d H h H L h L V h V V h V L h L Q Q i NT j C
dt =+--++?∈?∈ （3-18）
同理，式中,R i Q 、,C i Q 分别表示第i 块塔板上中间再沸器或中间冷凝器的热负荷。
当然，各个平衡级及混合器和分配器还具有气液相平衡方程和归一方程的约束，表达如下：
,,,i j i j y k x i NT j C =??∈?∈ （3-19）
,,,b j b j y k x b NB j C =??∈?∈ （3-20）
,11,c i j j x i NT j C ==?∈?∈∑ （3-21）
,11,c i j
j y i NT j C ==?∈?∈∑ （3-22）
,11,c b j j x b NB j C ==?∈?∈∑ （3-23） ,11,c b j j y
b NB j C ==?∈?∈∑
（3-24） 从上述数学模型可以发现，变量,b i V 、,b i L 、,i b V 、,i b L 表达了间歇精馏过程中塔板
与储罐之间的所有连接方式，,i i V '、,i i L '、,i i V '、,i i L '则表达了各个塔板之间所有连接关
系。通过对这些连接流股变量在不同时间间隔内的分析，可以得到间歇精馏过程优化综合问题中的相关信息。
3.1.3 目标函数
在上一章中对间歇精馏过程优化综合问题的目标分析中，我们知道要想得到间歇精馏过程的最优化流程要在设备投资、公用工程消耗、运行周期与产品产量之间做出最佳的权衡，转化为经济指标即为单位生产时间或年度生产时间尺度下的设备费用、操作费用以及产品收益。由于这几者之间存在着相互影响、相互制约的关系，所以要在目标函数中将这几项全部包含进去。则目标函数形式可表示为下式3-25，以单位时间为基准[9]：
00..min r f s DP B C T AC t t Hrs ψ-=-+ （3-25）
式中,1
c r j r j j DP D P ==∑表示一个运行周期内的产品利润，00B C 为原料成本，Hrs 为年度可
用生产时间，..T A C 则为年度总费用，其计算式可表达如下：
(),,,,,,,,..,,,,,T R i C i R h C h w C h C i S R h R i i NT i NT i NT i NT T AC f N D A A A A C Q Q C Q Q ∈∈∈∈????=++++ ? ?????
∑∑∑∑
上式中，(),,,,,,,,,T R i C i R h C h f N D A A A A 表示设备费用，精馏塔部分与塔板数T N 、塔板直
径D 相关联，换热器部分则与塔板或储罐上所需再沸器或冷凝器换热面积
,,,,,,,R i C i R h C h A A A A 相关联。,,,,w C h C i S R h R i i NT i NT i NT i NT C Q Q C Q Q ∈∈∈∈????+++ ? ?????
∑∑∑∑则代表了公用
工程费用，其中,C h Q 、,C i Q 、,R h Q 、,R i Q 分别表示第i 块塔板和第b 个储罐所需的冷凝
器或再沸器的热负荷，w C 、S C 则表示单位冷、热公用工程的价格。
3.1.4 求解策略
间歇精馏过程的优化综合问题经数学模型构建，形成混合整数动态优化问题(Mixed Integer Dynamic Optimization ，MIDO)，这种数学规划模型常被用于化学工业领域具有时变动态特性的设计变量与操作变量的同时优化问题当中。对于混合整数动态优化问题，通常的求解策略是通过离散方法(包括差分法、正交配置分以及有限元法等
等)将微分方程分解为代数方程，由此形成混合整数非线性规划(Mixed integer Non-linear Programming，MINLP)问题，进而求解。然而混合整数非线性规划(MINLP)的求解仍然十分困难，其中包含了两个子问题，分别为混合整数规划(Mixed Integer Programming，MIP)与非线性规划(Non-Linear Programming，NLP )。混合整数规划具有多种组合优化的特性，而非线性规划则面临着求解空间非凸以及目标函数与约束条件非线性的挑战。当二者的求解难度交织在一起，使得混合整数非线性规划的求解难度大大增加，并无法保证命中全局最优解。因此，我们考虑能否将数学模型中的整数变量剔除，通过连续的变量对其进行表达，由此便可将混合整数动态优化问题(MIDO)转化为动态优化问题，再通过离散方法，转化为非线性规划问题(NLP )，如此便可在不牺牲求解精度的前提下，大大降低求解难度，提高求解效率。
4 苯-甲苯二元混合模型验证
为确保本文所提出数学模型与求解策略的正确性，在本节中，我们将分别利用Aspen Plus工业流程模拟软件以及文献中的算例对所提数学模型及求解策略进行验证。
首先我们将利用Aspen Batch Distillation工业流程模拟软件对常规间歇精馏塔苯-甲苯二组分混合物分离过程进行模拟计算，再利用所提数学模型及求解策略对相同工况进行求解，之后再将二者分别得到的结果进行比照[10]。案例在常压下操作，以全回流状态为过程起点，其初始条件如表4-1：
表4-1 案例初始条件
项目条件
塔板数（包括塔釜和冷凝器）12
冷凝器持液量（kmol） 5
塔板持液量（kmol） 3
塔釜进料量（kmol）65
各塔板起点轻组分浓度分布1，1，0.999，0.999，0.996，0.991，0.976，
0.940，0.859，0.704，0.487，0.279
热力学模型理想体系
塔釜加热功率（GJ/Hr） 2
塔顶冷凝器类型全凝
恒定回流比 5
产品纯度要求塔釜中甲苯摩尔浓度大于95% 经过分别使用Aspen Plus工业流程模拟软件以及上述数学规划建模方法模拟计算，我们可以得到如下对照结果：
图4-1塔釜持液中各组分液相组成变化趋势
图4-2塔釜持液随时间的变化趋势
图4-1与图4-2分别表达了通过两种模拟途径得到的塔釜持液中各组分液相组成随时间变化趋势，以及塔釜再沸器持液罐中持液量随时问变化趋势。从以上两幅图中可以看出，通过GAMS求解所得结果与经Aspen Batch Distillation软件模拟所得结果非常接近，经数值分析，误差范围控制在0.7%之内。比照结果验证了上述数学模型和求解
算法的可行性和正确性。
5 总结
对间歇精馏过程做出整体分析，提出过程综合问题的优化变量，主要包括间歇精馏系统塔型选择、结构设计方案以及操作策略的制定。通过变量分析得出，设计变量与操作变量之间存在复杂的经济指标权衡，必须在同一框架内同时考虑。基于以上规律，文章具体分析了间歇精馏过程的物理模型和数学模型，形成了模型方程，并提出了方程的解法。
间歇精馏过程的求解过程是一个典型的优化问题，在已知的给定条件的约束下，以生产利润最大化为优化目标，通过求解这样的优化问题得到全局最优解。在这个解的基础上，设计塔结构，回流比等参数。文章中着重介绍了混合整数动态优化模型（MIDO），采用综合目标函数权衡操作时间、流程空间，包括过程设备、工艺物料和公用工程等要素，同时获得最佳间歇精馏塔类型选择，结构设计方案和过程操作策略，由此实现了间歇精馏过程的优化综合。
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2012年第15期广东化工 第39卷总第239期https://www.doczj.com/doc/f15186350.html, · 5 · 间歇精馏技术及其模拟优化研究进展 周年忠1，田文广2，顾宇昕1，李雁2*，陶红秀2，解新安2 (1．中国电器科学研究院，广东广州 510000；2．华南农业大学，广东广州 510642) [摘要]间歇精馏技术是一种重要的化工分离手段。文章综述了国内外间歇精馏技术及其常用的数学模型，其中主要阐述了严格模型和简捷模型，简要讨论了降价模型、半严格模型，同时探讨了间歇精馏优化的发展及其应用，并展望了间歇精馏系统的发展趋势。 [关键词]间歇精馏；操作方式；数学模型；优化 [中图分类号]TQ [文献标识码]A [文章编号]1007-1865(2012)15-0005-02 Development in Batch Distillation Technology and it’s Simulation and Optimization Zhou Nianzhong1, Tian Wenguang2, Gu Yuxin1, LI Yan2*, Tao Hongxiu2, Xie Xinan2 (1. China National Electric Apparatus Research Institute, Guangzhou 510000；2. South China Agricultural University, Guangzhou 510642, China) Abstract: Batch distillation is an important unit operation. The research progress on operation model of batch distillation at home and abroad was particularly introduced. Several kinds of mathematical models that are usually used, such as rigorous model and short-cut model, price reduction model, semi-rigorous model were reviewed. And development of batch distillation optimization and its application were discussed; the computer simulation and multi-objective optimization will become a trend. Keyword: batch distillation；operation model；mathematical model；optimization 在石油和化工行业生产中，间歇精馏也是较重要的化工分离手段之一[1]。间歇精馏也叫分批反应精馏，一般用于小规模生产。与连续精馏相比，间歇精馏是一个动态的过程，其单个塔就可以完成多个组分的分离，能够适应进料组分浓度在较大范围的变化，设计和操作过程非常灵活[2]。但同时也存在两大问题，一是由于处理原料量较小，使得生产的周期较长；二是操作过程中各参数变化较大，使操作过程的控制比较困难，很难实现自动化管理[3]。 目前，间歇精馏的研究主要集中在两个方面，一方面是关于间歇精馏的数学模型及其计算方法的研究。由于间歇精馏是一个动态的过程，数学模型中含有复杂的微分方程组，求解比较困难，因此，模拟难度大[4]。另一方面是关于操作过程的优化研究。从不同的目标出发，采用不同的方法，得到优化方案和新的操作模式和新的塔结构，虽然缩短了操作时间，但操作起来比较困难，在实际生产中很难得到广泛应用。因此，对间歇精馏的综合优化问题的研究势在必行[5]。 1 间歇精馏技术的发展 1.1 间歇精馏全回流操作 1967年，Barb和Block等[6]最早提出了塔顶累积全回流操作。随着研究的不断发展，Sφrensen等[7]研究了塔顶累积全回流操作的优化问题，与传统的恒回流比和恒塔顶浓度操作方式对比可知，这种操作在分离含有少量轻组分的原料时，可节省大量的操作时间。白鹏等[8]提出了动态累积全回流操作，目标是使全回流浓缩和无回流内部迁移操作交替进行，并在2000年对间歇精馏的动态累积操作方式进行了改进，提出了无返混动态累积操作，有效降低了塔顶累积罐中组分的返混，极大地缩短了操作时间，提高了间歇精馏的分离效率。白鹏等[9]在2006年提出了采用塔顶和塔中温度进行控制操作状态转换的全回流间歇精馏控制方法，并以异丙醇-正丙醇为实验物系验证了该方法的可行性，进一步提高了塔的分离效率。2011年，黄丽丽等[10]人研究发现了通过塔顶、塔中上以及塔中3个温度控制进行操作状态转换的无累积罐循环全回流间歇精馏控制方法，并以理想物系—乙醇-正丙醇混合物为分离物系进行了实验验证。结果表明，在相同条件下，三温控制方式与双温控制方式相比，前者所用操作时间短、分离效率提高。1.2 反向间歇精馏塔操作 反向间歇精馏又称为提馏式间歇精馏。1950年，Robinson和Gilliland发现此种操作的最大优点是能在塔顶冷凝器中获得高浓度组分，并简要讨论了利用正常精馏塔去除轻组分，然后利用反向间歇精馏塔去除重组分的可能性。1991年，Chiotti等[11]在准稳态的基础上建立了数学模型，利用此模型对一般间歇精馏操作和反向间歇精馏操作分离两组分混合物的过程进行了模拟计算；2008年，王超[12]使用塔身分散式加热，对热敏物系的间歇提馏过程进行了操作方式的改进，该方法通过在塔身进行加热，减少了再沸器的加热功率和时间，能有效缩短受热时间，减少热敏物质的损耗。1.3 中间罐间歇精馏塔操作 中间罐间歇精馏塔也叫复合式间歇精馏塔，被认为是常规间歇精馏塔和反向间歇精馏塔的复合体。1950年，Robinson等[13]提出了中间罐间歇精馏塔操作。2006年，Thomas A等[14]在前人研究的基础上，将中间罐间歇精馏应用于一个可逆的化学反应过程，即中间罐发生反应的半连续间歇精馏，进一步提高了精馏的分离效率。2009年，Leipold等[15]对中间储罐间歇精馏多目标的优化建立了模型，并利用进化算法求解，结果显示，中间储罐方法的经济效益更好。 1.4 多罐间歇精馏塔操作 多罐间歇精馏塔又叫多效间歇精馏塔，Hasebe和Skogestad 于1995年提出了这种新型的精馏塔。2005年，Low等[16]对多储罐操作以经济效益最大化为目标进行优化，采用自适应搜索技术，对关键设计和操作参数进行优化。结果发现，待分离混合物中组分越多，多储罐精馏塔较常规间歇塔就越高效。2008年，Mahmud 等[17]在特定产量和产品纯度基础上对多储罐间歇精馏进行了优化，对于特定的分离任务，多储罐间歇精馏塔更加节能、环保。 2 间歇精馏的模拟、优化研究 2.1 间歇精馏的数学模型 间歇精馏过程的数学模拟开始于20世纪60年代，主要包括严格模型、降阶模型、简捷模型、半严格模型。 2.1.1 严格模型 1963年，Meadows等[18]提出了第一个严格的多组元间歇精馏模型，它基于两个假设，一是各塔板上液体全混和，二是塔身绝热，恒体积持液量，忽略塔板汽相持汽量。1981年，Boston等在Meadows模型的基础上，引入了中间加料、中间换热以及汽液相侧线采出，将先前用于求解稳态精馏问题的“由内而外”技术应用到求解间歇精馏问题中来，并证明了该技术是一种有效的的方法，使模型得到进一步完善。1999年，Furlonge等人[19]提出了更为严格的数学模型，此模型与实际塔非常接近，但计算时所消耗的时间较多。2007年，美国科学研究者对严格模型做进一步研究，它可以灵活的建立单元模拟流程，也可以自动生成矢量。 2.1.2 降价模型 1983年，Cho和Joseph[20]提出了降价模型，间歇精馏分离的模拟过程中，难度较大的就是利用数学模型对多元函数进行模拟分离，而他们两个将原料组成及流量函数近似成塔的高度的连续函数，并采用多项式的形式来表示，而理论板数是离散的整数。这样，描述系统的微分方程数将大大减少。在此模型中，配置点的位置及个数直接影响结果的精确度，由于配置点的个数比精馏塔的级数少得多，再加上理论板数不再是离散的整数，又通过多组分系统的分离的间歇精馏装置应用，因此，此模型可较好的应用于填料塔。 2.1.3 简捷模型 1991年，Diwekar等[21]在恒塔顶组成和回流比不变的操作条 [收稿日期] 2012-09-18 [作者简介] 周年忠(1965-)，男，高级工程师，华南农业大学兼职研究生导师，主要从事精细化工产品开发与新工艺研究。*为通讯作者。
简述几种化工流程模拟软件的功能特点及优缺点 化学工艺09级1班 摘要：化工过程模拟是计算机化工应用中最为基础、发展最为成熟的技术。本 文综合介绍了几种主要的化工流程模拟软件的功能及特点，并对其进行了简单的比较。 关键词：化工流程模拟，模拟软件，Aspen Plus, Pro/Ⅱ,HYSYS, ChemCAD l 化工过程概述 化工流程模拟(亦称过程模拟)技术是以工艺过程的机理模型为基础，采用数学方法来描述化工过程，通过应用计算机辅助计算手段，进行过程物料衡算、热量衡算、设备尺寸估算和能量分析，作出环境和经济评价。它是化学工程、化工热力学、系统工程、计算方法以及计算机应用技术的结合产物，是近几十年发展起来的一门新技术[1]。现在化工过程模拟软件应用范围更为广泛，应用于化工过程的设计、测试、优化和过程的整合[2]。 化工过程模拟技术是计算机化工应用中最基础、发展最为成熟的技术之一，化工过程模拟与实验研究的结合是当前最有效和最廉价的化工过程研究方法，它可以大大节约实验成本，加快新产品和新工艺的开发过程。化工过程模拟可以用于完成化工过程及设备的计算、设计、经济评价、操作模拟、寻优分析和故障诊断等多种任务。[3]当前人们对化工流程模拟技术的进展、应用和发展趋势的关注与日俱增。 商品化的化工流程模拟系统出现于上世纪70年代。目前，广泛应用的化工流程模拟系统主要有ASPEN PLUS、Pro/Ⅱ、HYSYS和ChemCAD。 2 Aspen Plus 2.1 Aspen Plus简述 “如果你不能对你的工艺进行建模，你就不能了解它。如果你不了解它，你就不能改进它。而且，如果你不能改进它，你在21世纪就不会具有竞争 力。”----Aspen World 1997 Aspen Plus是大型通用流程模拟系统，源于美国能源部七十年代后期在麻省理工学院（MIT）组织的会战，开发新型第三代流程模拟软件。该项目称为“过
催化反应精馏法制乙酸乙酯 精馏是化工生产中常用的分离方法。它是利用气-液两相的传质和传热来达到分离目的。对于不同的分离对象，精馏方法也回有所差异。反应就留是精馏技术中的一个特殊领域。在操作过程中，化学反应与分离同时进行，故能显著提高总体转化率，降低能耗。此法在酯化、醚化、酯交换、水解等化工生产中得到应用，而且越来越显示其优越性。 （一）实验目的 1、了解反应精馏是既服从质量作用定律又服从相平衡规律的复杂过程，是反应和分离过程的复合，通过实验数据和结果，了解反应精馏技术比常规反应技术在成本和操作上的优越性。 2、了解玻璃精馏塔的构造和原理，学习反应精馏玻璃塔的操作和使用，掌握反应精馏操作原理和步骤。 3、学习用反应工程原理和精馏塔原理，对精馏过程做全塔物料衡算和塔操作过程的分析。 4、了解反应精馏与常规精馏的区别，掌握反应精馏法是适宜的物系。 5、学习气相色谱的原理和使用方法，学会用气相色谱分析塔内物料的组成，了解气相色谱分析条件的选择和确定方法，并学习根据出峰情况来改变色谱条件。 6.学习用色谱分析，进行定量和定性的方法，学会求取液相分析物校正因子及计算含量的方法和步骤。了解气相色谱仪及热导池检测器的原理，了解分离条件的选择和确定。 （二）实验原理 1 反应精馏原理 反应精馏是随着精馏技术的不断发展与完善，而发展起来的一种新型分离技术。通过对精馏塔进行特殊改造或设计后，采用不同形式的催化剂，可以使某些反应在精馏塔中进行，并同时进行产物和原料的精馏分离，是精馏技术中的一个特殊领域。 在反应精馏操作过程中，由于化学反应与分离同时进行，产物通常被分离到塔顶，从而使反应平衡被不断破坏，造成反应平衡中的原料浓度相对增加，使平衡向右移动，故能显著提高反应原料的总体转化率，降低能耗。同时，由于产物与原料在反应中不断被精馏塔分离，也往往能得到较纯的产品，减少了后续分离和提纯工序的操作和能耗。此法在酯化、醚化、酯交换、水解等化工生产中得到应用，而且越来越显示其优越性。 反应精馏过程不同于一般精馏，它既有精馏的物理相变之传递现象，又有物质变性的化学反应现象。两者同时存在，相互影响，使过程更加复杂。在普通的反应合成酯化、醚化、酯交换、水解等过程中，反应通常在反应釜内进行，而且随着反应的不断进行，反应原料的浓度不断降低，产物的浓度不断升高，反应速度会越来越慢。同时，反应多数是放热反应，为了控制反应温度，也需要不断地用水进行冷却，造成水的消耗。反应后的产物一般需要进行两次精馏，先把原料和产物分开，然后再次精馏提纯产品浓度。而在反应精馏过程中，由于反应发生在塔内，反应放出的热量可以作为精馏的加热源，减少了精馏的釜加热蒸汽。而在塔内进行的精馏，也可以使塔顶直接得到较高浓度的产品。由于多数反应需要在催化剂存在下进行，一般分均相催化和非均相催化反应精馏。均相催化反应精馏一般用浓硫酸等强酸做催化剂，具有使用方便等优点，但设备腐蚀严重，造成在工业应用中对设备要求高，生产成本大等缺点。非均相催化反应精馏一般采用离子交换树脂，重金属盐类和丝光沸石分子筛等固体催化剂，可以装填在塔板上或用纤维布等包裹，分段装填在精馏塔内。一般说来，反应精馏对下列两种情况特别适用： （1）可逆平衡反应。一般情况下，反应受平衡影响，转化率只能维持在平衡转化的水平；而实际反应中只能维持在低于平衡转化率的水平。因此，产物中不但含有大量过量，造成后续分离过程的操作成本提高和难度加大，而在精馏塔钟进行的酯化或醚化反应，往往因为生成物中有低沸点或高沸点物质存在，而多数会和水形成最
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制备氯代环己烷的反应精馏耦合工艺研究 作者：徐骏， 乔旭， 崔咪芬， 汤吉海， 张进平 作者单位：南京工业大学,化学化工学院,江苏,南京,210009 刊名： 石油化工 英文刊名：PETROCHEMICAL TECHNOLOGY 年，卷(期)：2005,34(1) 被引用次数：10次 参考文献(4条) 1.章思规精细有机化学品技术手册 1991 2.刘琳;张亨氯代环己烷的合成[期刊论文]-氯碱工业 2000(01) 3.Taylor R;Krishna R Modelling Reactive Distillation[外文期刊] 2000(22) 4.Malone M F;Doherty M F Reactive Distillation[外文期刊] 2000(11) 本文读者也读过(8条) 1.李鑫.王日杰.杨晓霞多相催化反应精馏制备碳酸二甲酯的研究[会议论文]-2002 2.丁克鸿.程晓曦.杨树斌.缪荣荣.顾志强.Ding Kehong.Cheng Xiaoxi.Yang Shubin.Miao Rongrong.Gu Zhiqiang 光对环己烷氯化制备氯代环己烷的影响[期刊论文]-化工时刊2010,24(1) 3.田景芝.荆涛.姜虹.TIAN Jing-zhi.JING Tao.JIANG Hong固体酸催化反应精馏法合成酯的研究[期刊论文]-化学工程师2006,20(12) 4.马晓华.许振良.袁海宽渗透汽化耦合乙酸乙酯反应精馏过程的研究[会议论文]-2008 5.张永良.李满喜.陆棋.周寻利用废醋酸生产醋酸乙酯[期刊论文]-杭州化工2010,40(3) 6.刘勇晶.郭延红.高彩虹.赵海燕.LIU Yong-jing.GUO Yan-hong.GAO Cai-hong.ZHAO Hai-yan磷钨酸催化反应精馏合成乙酸乙酯的研究[期刊论文]-化学与生物工程2011,28(2) 7.袁钢.叶孔萌.吴嘉.Yuan Gang.Ye Kongmeng.Wu Jia磷钼酸/磷酸复合催化合成乙酸乙酯动力学及其缓蚀性能[期刊论文]-化学反应工程与工艺2008,24(6) 8.李柏春.张克强.杨振生.张倩瑜.娄孟坛.Li Baichun.Zhang Keqiang.Yang Zhensheng.Zhang Qianyu.Lou Mengtan反应精馏法制备高纯度醋酸甲酯[期刊论文]-石油化工2007,36(1) 引证文献(10条) 1.李建修生产氯代环己烷的工艺研究[期刊论文]-广州化工 2011(14) 2.丁克鸿.程晓曦.杨树斌.缪荣荣.顾志强光对环己烷氯化制备氯代环己烷的影响[期刊论文]-化工时刊 2010(1) 3.程晓曦.丁克鸿.顾克军.顾志强二氯环己烷的一种综合利用方法[期刊论文]-氯碱工业 2010(3) 4.刘彬彬.汤吉海.乔旭.崔咪芬新型反应精馏集成过程与传统反应精馏过程的比较[期刊论文]-南京工业大学学报（自然科学版） 2008(5) 5.柏杨进.薄翠梅.丁良辉.乔旭.张公民运用HYSYS对背包式反应精馏过程控制的仿真[期刊论文]-化工自动化及仪表 2011(6) 6.徐骏.乔旭.崔咪芬.汤吉海.张进平环己烷直接氯化制取氯代环己烷反应过程分析[期刊论文]-过程工程学报2005(6) 7.吴济民.李建修.唐皓玮.任保增氯代环己烷绿色合成工艺的研究[期刊论文]-化学世界 2012(8) 8.周娇.汤吉海.乔旭.崔咪芬背包式反应器与精馏塔耦合合成醋酸甲酯的模拟[期刊论文]-南京工业大学学报（自然科学版） 2006(5)
Aspen精馏模拟的步骤 一、板式塔工艺设计 首先要知道工艺计算要算什么？要得到那些结果？如何算？然后再进行下面的计算步骤。 其次要知道你用的软件（或软件模块）能做什么，不能做什么？你如何借助它完成给定的设计任务。 设计方案，包括设计方法、路线、分析优化方案等，应该是设计开题报告中的一部份。没有很好的设计方案，具体作时就会思路不清晰，足见开题的重要性。下面给出工艺设计计算方案参考，希望借此对今后的结构和强度设计作一个详细的设计方案，明确的一下接下来所有工作详细步骤和方法，以便以后设计工作顺利进行。 板式塔工艺计算步骤 1.物料衡算（手算） 目的：求解aspen 简捷设计模拟的输入条件。 内容：(1) 组份分割，确定是否为清晰分割； (2)估计塔顶与塔底的组成。 得出结果：塔顶馏出液的中关键轻组份与关键重组份的回收率 参考：《化工原理》有关精馏多组份物料平衡的内容。 2.用简捷模块（DSTWU）进行设计计算 目的：结合后面的灵敏度分析，确定合适的回流比和塔板数。 方法：选择设计计算，确定一个最小回流比倍数。 得出结果：理论塔板数、实际板数、加料板位置、回流比，蒸发率等等RadFarce 所需要的所有数据。 3.灵敏度分析
目的：1.研究回流比与塔径的关系（NT-R），确定合适的回流比与塔板数。 2.研究加料板位置对产品的影响，确定合适的加料板位置。 方法：可以作回流比与塔径的关系曲线（NT-R），从曲线上找到你所期望的回流比及塔板数。 得到结果：实际回流比、实际板数、加料板位置。 4. 用DSTWU再次计算 目的：求解aspen塔详细计算所需要的输入参数。 方法：依据步骤3得到的结果，进行简捷计算。 得出结果：加料板位置、回流比，蒸发率等等RadFarce 所需要的所有数据。 5. 用详细计算模块（RadFrace）进行初步设计计算 目的：得出结构初步设计数据。 方法：用RadFrace 模块的Tray Sizing（填料塔用PAking Sizing），利用第4步（DSTWU）得出的数据进行精确设计计算。 主要结果：塔径。 6. 核算 目的：确定工艺计算的最后结果。 方法：对第5 步的计算结果（如：塔径等）按设计规范要求进行必要的圆整，用RateFrace 或RateFrace 模块的Tray Rating（填料塔用PAking Sizing），对塔进行设计核算。 结果：塔工艺设计的所有需要的结果。 如果仅是完成设计，至此，工艺计算全部完成。 工艺计算说明书内容要求 1.给出aspen 每步输入参数（除给定的设计条件外）和选项的依据。
SG-HC23 反应精馏实验装置 技术指标说明 装置特点1.利用本装置，可以实现普通精馏操作，也可实现反应精馏；既可实现连续操作，又可进行间歇操作；既可采用分相回流，又可采用混相回流。 2.反应精馏既服从质量作用定律又服从相平衡规律，适于进行可
逆平衡反应和异构体的分离。实验体系为乙酸乙酯的制备。在塔身上部某位置加入带有酸催化剂的醋酸，塔身下部某位置加入乙醇。 3.玻璃塔外壁采用透明导电膜保温抵抗热损失，塔内可装填不同的填料。 4.塔体留有侧线进、出口，可供进、出料和取样、测温用。 5.集约化控制，智能化测、控温，操作方便易行。 装置功能1、熟悉精馏单元操作过程的设备与流程。 2、掌握反应精馏的原理及操作。 3、学习精馏塔效率的测定方法。 主要配置玻璃精馏塔、冷凝器、再沸器、预热器、蠕动泵、温度控制仪、温度显示仪、流量计、不锈钢框架、控制屏。 公用设施水：装置需冷却水，自带和自来水管相连的接口。自来水通过装置接口进入塔顶的冷凝器后排出。 液：装置自带玻璃高位槽。实验时经流量计进入精馏塔釜。电：电压AC220V，功率2KW，标准单相三线制。 技术参数1、精馏塔塔径φ25mm，塔高1400mm，材质为玻璃塔结构，塔内填装φ3x 3 mm不锈钢θ网环型填料。塔釜为三口烧瓶，容积1000ml，塔外壁镀有金属保温膜，通电加热保温，功率：300W。 2、塔釜加热：塔釜置于1000W电热包中。采用电压控制器控制釜温。 3、250ml高位玻璃加料瓶，LZB--2转子流量计：流量范围1.6～16ml/min ，数量2套。 4、温度控制及仪表：3个数显温度控制仪，量程：0-150℃；温度误差≤2℃。 5、塔顶冷凝器为蛇管冷凝器，塔顶冷凝液体的回流采用摆动式回流比控制器操作。此控制系统由塔头上摆锤、电磁铁线圈、回流比计数器等仪表组成。 6、各项操作及温度、回流比、流量的显示、调节、控制全在控制屏面板进行。 7、框架为304不锈钢材质，结构紧凑，外形美观，流程简单、操作方便。 8、外形尺寸：1200×500×2200mm（长×宽×高），外形为可移动式设计，带3寸双刹车轮。 测控组成变量检测机构显示机构执行机构流量转子流量计转子流量计手动调节 回流比回流比继电器回流比控制显示仪回流比控制显示仪 塔节温度PT100铂电阻数字温度仪表无 塔顶温度PT100铂电阻数字温度仪表无 塔釜温度PT100铂电阻数字温度控制仪固态调压模块SG-HC23/II反应精馏实验装置
建立如图所示的流程图。 流程的描述：原料在合适的位置进入低压塔TOWER1，塔顶出共沸组成，塔底为水出口；塔顶共沸组成经泵加压后进入高压塔TOWER2，塔底为合格的已经产品，塔顶为高压下共沸物，循环回一塔TOWER1。 (2)物性方法的选择 根据文献介绍，用ASPEN物性数据库中的NRTL模型计算得出的乙腈-水共沸物的汽液平衡数据和实际值基本一致，故选用NRTL模型为本次模拟的物性方法。 (3)模拟参数 进料组成为60%的乙腈和40%的水(质量分数),假定流量为100kg/h。分离出的产品：99.9%乙腈（质量分数）。 (4)两塔的压强的确定 根据变压精馏的原理可得，不同压力下的共沸组成差别越大，循环的物流量就越少，循环量越少，那么能耗就会相应地降低；但是高压或者是真空下操作又会影响我们塔的投资费用。 经过文献调研，吸取他人的工程经验最终选择0.4bar和3.5bar。作为塔的操作压力。
根据变压精馏的原理可得：当压力确定时，流程中每一股物流的量大致是确定的。可以根据公式（书上的公式）计算出。也就是说，塔的塔顶采出率和塔底采出率都是定值，也只有在这个定值下，流程才能够物料守恒而收敛。 同时由于，如果两塔同时给定塔顶采出率或者塔底采出率时，很难收敛。故选择TOWER1给定塔顶采出率，TOWER2给定塔底采出率。 所以，先计算出大概的初值，然后再在附近调试，是流程能够顺利收敛。 最终初次收敛时的参数如下图所示： TOWER1的初始参数如下图所示：
TOWER2初始参数如下图所示:
(6)流程的优化（这个想一想） 根据变压精馏的原理 (1)分离要求对回流比无明显要求，0.1,0.01，0.001都能满足分 离要求。（可能没到那个限度吧？思考ing） (2)鉴于此，将回流比分别定为0.001和0.005；在此回流比下对 塔板数进行灵敏度分析，观察塔板数和进料位置对产品纯度的影响。 低压塔的灵敏度分析： S-1:进料位置为3；最终选择8块板。
《化工过程优化与集成》课程教学大纲 一、课程性质 《化工过程优化与集成》是化学工程与工艺专业的核心专业基础课程之一，它是应用化工过程优化和系统集成的理论和方法来研究化工过程系统的开发、设计、最优操作一门课程。本门课程的任务是使学生能运用优化和系统集成的观点和方法分析化工过程，使化工过程系统在开发、设计、操作、管理等各个层面上达到最优化，使整体能耗最小，费用最小，环境污染最少。 二、教学目的 培养高年级学生综合运用学过的《化工原理》、《化工热力学》、《化学反应工程》等课程，以及技术经济、环境保护方面的基础知识，并结合本课程的优化和系统集成的观点和方法，加强学生处理化学工业实际问题的能力，培养学生抽象思维和演绎分析的能力及优化和集成观念。 三、教材教参 （二）主要参考书 1. 杨友麟编，《实用化工系统工程》，化学工业出版社，1989 2. 邓亚龙编，《化工中的优化方法》，化学工业出版社，1992 3. 马国喻编，《化工最优化基础》，化学工业出版社，1982 四、教学方式 本课程将以启发互动式教学为主要方式，板书与多媒体结合，配以CAI课件。 五、教学内容及时数 1 绪论（2学时） 1.1 过程系统工程 1.2 过程系统工程研究的基本问题 1.3 过程系统工程的研究方法 1.4 学习过程系统工程课程的方法建议 第一篇过程系统模拟 2 过程系统稳态模拟（3学时） 2.1 过程系统稳态模拟的基本概念 2.2 过程系统模拟的序贯模块法 2.3 过程系统模拟的联立方程法 2.4 过程系统模拟的联立模块法 2.5 过程模拟的应用 2.6 过程稳态模拟发展趋势 3 过程系统动态模拟（3学时） 3.1 过程系统动态模拟基础 3.2 过程系统动态模拟方法 3.3 精馏过程动态模拟 3.4 过程系统动态模拟实例
实验七反应精馏法制乙酸乙酯 一、实验目的 1. 了解反应精馏与普通精馏的区别。 2. 了解反应精馏是一个既服从质量作用定律又服从相平衡规律的复杂过程。 3. 掌握反应精馏的实验操作。 4. 学习进行全塔物料衡算的计算方法。 5. 学会分析塔内物料组成。 二、实验原理 反应精馏是精馏技术中的一个特殊领域。与一般精馏不同，它是将化学反应和分离过程结合在一个装置内同时完成的操作过程。反应精馏能显著提高原料总体转化率和降低生产能耗。反应精馏在酯化、醚化、酯交换、水解等化工生产中已得到广泛应用，且越来越显示其优越性。由于该过程既有精馏的物理相变的传递现象，又有物质变化的化学反应现象，两者同时存在，相互影响，致使反应精馏过程十分复杂。 反应精馏的特点是： (1)可以大大简化制备化工产品的工艺流程； (2)对放热反应能提高有效能量的利用率； (3)因能及时将产物从体系中分离出来，故可提高可逆反应的平衡转化率，而且可抑制某些反应体系的副反应； (4)可采用低浓度原料进行反应； (5)因体系中有反应物的存在，故能改变精馏系统各组分的相对挥发度，可实现沸点相近或具有共沸组成的混合物的完全分离。
反应精馏对下列两种情况特别适用：（1）可逆平衡反应。这种反应因受平衡影响，转化率只能维持在平衡转化的水平；如果生成物中有低沸点或高沸点物质存在，则在同时进行的精馏过程中可使其连续地从系统中排出，使平衡转化率大大提高。（2）异构体混合物分离。由于异构体的沸点接近，仅用普通精馏方法不易分离提纯，若在异构体混合物中加入某一种物质能与某一异构体发生化学反应并能生成与原物质沸点不同的新物质，这时可使异构体得以分离。 对于作为可逆反应的醇酸酯化反应来说，若无催化剂存在，反应速度非常缓慢，即使采用反应精馏操作也达不到高效分离的目的。酯化反应常用的催化剂是硫酸，反应速度随硫酸浓度的增高而加快，其质量百分数为0.2%～1.0%，它的优点是催化作用不受塔内温度限制，全塔和塔釜都能进行催化反应。此外，离子交换树脂、重金属盐类和丝光沸石分子筛等固体也是可用的催化剂。但使用固体催化剂需要一个最适宜的反应温度，精馏塔由于存在温度梯度难以满足这一条件，故很难实现过程的最佳化。本实验是以乙酸和乙醇为原料，在硫酸催化剂的作用下生成乙酸乙酯。其化学反应方程式为： CH3COOH+C2H5OH===CH3COOC2H5+H2O 实验中原料的进料方式有两种：一种是直接从塔釜进料；另一种是在塔的某处进料。从操作方式看前者有间歇和连续式两种；而后者则只有连续式。 塔釜进料的间歇操作方式是将原料一次性加入到塔釜内，而从塔顶采集产品，此时塔釜作为反应器，塔体只起精馏分离的作用。塔釜进料的连续操作方式是将一部分原料加入到塔釜内，也是从塔顶采集产品。当可以从塔顶采出产品后，就连续地将醇酸混合原料加入到塔釜内，此时塔釜仍作为反应器，塔体也只起到精馏分离作用。连续操作和间歇操作相比，提高了生产能力。这两种操作方式的生产能力均较小。
(1)流程的确定 建立如图所示的流程图。 流程的描述：原料在合适的位置进入低压塔TOWER1，塔顶出共沸组成，塔底为水出口；塔顶共沸组成经泵加压后进入高压塔TOWER2，塔底为合格的已经产品，塔顶为高压下共沸物，循环回一塔TOWER1。 (2)物性方法的选择 根据文献介绍，用ASPEN物性数据库中的NRTL模型计算得出的乙腈-水共沸物的汽液平衡数据和实际值基本一致，故选用NRTL模型为本次模拟的物性方法。 (3)模拟参数 进料组成为60%的乙腈和40%的水(质量分数),假定流量为100kg/h。分离出的产品：%乙腈（质量分数）。 (4)两塔的压强的确定 根据变压精馏的原理可得，不同压力下的共沸组成差别越大，循环的物流量就越少，循环量越少，那么能耗就会相应地降低；但是高压或者是真空下操作又会影响我们塔的投资费用。 经过文献调研，吸取他人的工程经验最终选择和。作为塔的操作压力。 (5)流程的模拟
根据变压精馏的原理可得：当压力确定时，流程中每一股物流的量大致是确定的。可以根据公式（书上的公式）计算出。也就是说，塔的塔顶采出率和塔底采出率都是定值，也只有在这个定值下，流程才能够物料守恒而收敛。 同时由于，如果两塔同时给定塔顶采出率或者塔底采出率时，很难收敛。故选择TOWER1给定塔顶采出率，TOWER2给定塔底采出率。 所以，先计算出大概的初值，然后再在附近调试，是流程能够顺利收敛。 最终初次收敛时的参数如下图所示： TOWER1的初始参数如下图所示：
TOWER2初始参数如下图所示:
(6)流程的优化（这个想一想） 根据变压精馏的原理 (1)分离要求对回流比无明显要求，,，都能满足分离要求。（可能 没到那个限度吧思考ing） (2)鉴于此，将回流比分别定为和；在此回流比下对塔板数进行灵 敏度分析，观察塔板数和进料位置对产品纯度的影响。 低压塔的灵敏度分析： S-1:进料位置为3；最终选择8块板。
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一种间歇精馏连续化的工艺 作者：梁坤， Liang Kun 作者单位：茂名市安全生产监督管理局,广东,茂名,525000 刊名： 广东化工 英文刊名：GUANGDONG CHEMICAL INDUSTRY 年，卷(期)：2010，37(7) 被引用次数：0次 参考文献(3条) 1.黄少烈.邹华生化工原理 2006 2.钟理.伍钦.曾朝霞化工原理 2008 3.上海化工学院基础化学工程 1978 相似文献(7条) 1.期刊论文黄振旭.安明对苯酐间歇精馏装置的改进-河南化工2010,27(15) 针对当前苯酐间歇精馏装置中存在的主要工艺问题,通过改造设备和改变操作方法,可连续精馏13 d,精制苯酐收率达98.8%以上,改造后的装置生产稳定,系统能耗明显下降,从而有效地降低了生产成本,减轻了熟化处理过程中废气对空气的污染,经济效益和社会效益显著,具有很好的推广应用前景. 2.期刊论文王文江.吴剑华.WANG Wen-jiang.WU Jian-hua苯胺回收装置的开发及应用-沈阳化工学院学报2005,19(2) 叙述了对原苯胺回收装置的改造,改进了原装置的间歇精馏效果,原塔顶冷凝器管程走苯胺改为壳程走苯胺,解决了氯化铝催化剂堵塔问题.改造后的装置生产稳定,产品质量良好,苯胺得到回收,环境污染问题得到明显改善. 3.学位论文胡力焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺优化2009 本文在分析传统焦化粗苯加氢精制萃取精馏分离工艺基础上，系统研究了萃 取精馏工艺及其节能措施。针对目前焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺普遍存在着 工艺能耗较高，溶剂比较大的特点。本文在原有流程的基础上，对工艺进行优化 改进，提出了加氢精制分离新工艺，筛选出适宜的混和溶剂以减少溶剂比。 在常规流程的基础上，对萃取精馏塔、苯甲苯塔采用气相进料。利用ASPEN PLUS化工模拟软件，对改造前后的工艺进行模拟计算并且对气相进料工艺中的 萃取精馏塔和苯甲苯塔的回流比、进料位置、塔顶压力、理论板数进行了灵敏度 分析，确定了最佳操作参数。将改进前后的工艺进行能耗比较，表明采用气相进 料工艺比常规工艺节能27％以上。 混和溶剂的筛选，以N-甲酰吗啉作为主溶剂，DMF或DMAC作为副溶剂 选用修正的UNIFAC热力学模型预测和汽液平衡实验相结合的方法对其进行筛 选。通过使用MATLAB数学软件编程计算，研究发现在溶剂比为3∶1的条件下 当NFM/DMF=4或5(质量比)的时候，环己烷对苯的相对挥发度大于NFM和 DMF作为单一溶剂时环己烷对苯的相对挥发度。通过汽液平衡实验，结果表明 用DMF作为助溶剂优于DMAC，并且混和溶剂存在一个最佳的溶剂比，当 NFM/DMF=4(质量比)的时候分离效果最佳。进一步研究表明，溶剂比的增加可 以增加分离效果，但是当溶剂比大于一定值后，增加幅度趋于平缓。 建立起萃取精馏装置并对筛选出的萃取剂的分离效率进行了实验验证研究， 针对回流比和溶剂进料速率两个操作参数进行研究，发现在相同的操作条件下， 以NFM/DMF=4(质量)作为溶剂，塔顶馏分中环己烷的最高含量大于NFM或 DMF作为溶剂时塔顶馏分中环己烷的含量。表明筛选出来的混和溶剂的分离效 果确实优于单一溶剂。在常规间歇精馏过程中，通过对塔顶馏分中环己烷的最高 质量分数、塔顶馏分的产量、塔顶馏分中环己烷的质量分数以及环己烷的收率的 研究，表明溶剂流率对以上各参数的影响比回流比来得大。 关键词：萃取精馏 气相进料 混和溶剂 焦化粗苯加氢精制 ASPEN PLUS 4.学位论文何桃吉乙腈—水共沸物分离的模拟与实验研究2008 在制药工业中，乙腈因其对无机以及有机化合物的优良溶解性而被广泛使用，由此而产生大量含水的乙腈废液需要进行回收。由于乙腈与水形成共沸物，普通的精馏方法无法分离这一混合物，本课题研究了采用特殊精馏方法分离乙腈一水共沸物的工艺。 课题主要利用化工过程模拟软件Aspen Plus2004对乙腈-水共沸物系的萃取精馏、变压精馏稳态过程进行了模拟。对于萃取精馏稳态过程选取乙二醇作为萃取剂，采用WILSON方程计算液相活度系数，采用理想气体状态方程预测汽相逸度系数，对塔的工艺操作参数进行了优化，结果表明产品中乙腈浓度能够达到99.9wt％；对于变压精馏稳态过程，主要研究了变压精馏低压塔进料（包括常压塔回低压塔的循环物流进料和原料进料）位置，温度对分离过程的影响，得到了优化的工艺操作参数，产品中乙腈浓度能够达到99.9 wt％。 通过间歇精馏实验研究了乙腈-水共沸物的变压精馏以及加盐变压精馏分离过程。实验结果与模拟结果较为吻合，加盐变压精馏在常压塔回低压塔的循环物流进料中NaI试剂浓度达到0.2g／ml时，塔顶馏出液中乙腈含量差值可以增大到7.71 wt％，总能耗仅为原来的44.95％，对于同一生产装置原料处理能力提高70.26％。 通过模拟以及实验研究表明，加盐变压精馏技术能够有效解决变压精馏分离乙腈-水共沸体系时存在的塔间循环量大，处理量小，能耗高的问题，与萃取精馏的总能耗大体相当，可用于改造现有生产装置，或者直接应用于生产设计中。 5.学位论文石雪DMC生产过程自动控制系统2007 碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate,简称DMC)是近年来颇受重视的新型化工产品.它是无色透明液体,熔点4℃,沸点90.3℃,能以任意比例与醇、酮、酯等有机熔济混合,欧洲在1992年把它列为无毒化学品.DMC具有很好的反应活性,可取代剧毒的光气作羰基化剂,代替硫酸二甲酯(.DMS)作甲基化剂.因此它作为绿色中间体,对环保有着特殊的意义,被誉为有机合成中的新基石.
石油化工流程模拟、先进控制与过程优化技术的现状与展望 摘要：流程模拟、先进控制和过程优化技术的研究与应用是石油化工过程的一个重要方面。本文论述了该技术的发展现状和趋势，分析了我国在该研究中存在的主要问题、面临的机遇与挑战，指出了关键的技术问题。此外，对流程模拟、先进控制和过程优化技术的经济效益与应用前景也做了分析。最后，对于如何在我国开展石油化工流程模拟、先进控制与过程优化技术的研究与应用提出了几点建议和对策。 关键词：石油化工，流程模拟，先进过程控制，优化技术，过程建模Abstract: The development and applications of flow simulations, advanced process control, and process optimization technology are very important for petrochemical industry. In this paper, the status quo and prospects for flow simulations, advanced process control, and process optimization technology are discussed. The main problems existing in our research, the opportunities, and challenges are detailedly analyzed. At the same time, the key technical problems are also pointed out. In addition, the economy benefits and application prospects on flow simulations, advanced process control, and process optimization technology are investigated. Finally, some suggestions and countermeasures on how to work on the development and applications of flow simulations, advanced process control, and process optimization technology in our country are brought forward. Keywords:Petrochemical Industry, Flow Simulations, Advanced Process Control, Optimization Technology, Process Modeling 引言 石油化工是我国国民经济的支柱产业之一，其所实现的利润约占全国国有及国有控股企业总利润的1/4左右。但是，面临国际市场激烈的竞争和国内需求的不稳定，我国各石油化工企业均面临严重的挑战，与国际上发达国家的石化企业相比，我国的石化企业在质量、成本、规模、效益等方面尚存在较大的差距。以中国石化集团公司为例，综合商品率1996年为91.4%，1997年为91.12，1998年为91.67％，而同期美国为93.0%，英国为92.3%，法国为92.5%，国外平均水平大于92%。中石化的平均加工损失率1996年为1.29%，而1994~1995年美国、英国和法国分别为0.2%，0.3%和1.04%，世界平均水平为1%。中石化轻油收率1996年为65.11%，1997年为67.14%，1998年为67.95%，世界平均水平>70%[1]。每加工1吨原油的燃料动力费用中石化总公司1996年为63元，亚太地区平均水平为47元。 随着国内外市场竞争日趋激烈，要求石油化工企业对市场和生产环境的变化做出快速而有效的响应，以获得最大的经济效益。随着我国加入WTO的日益临近，深化改革企业的运行机制和管理体制，运用信息技术改造和提升传统产业，使其保持可持续发展，对于增强企业在国内、外市场的竞争能力具有十分重要的意义。世界各国的经验表明，流程模拟、先进控制与过程优化技术是提高企业的经济效益、降低生产成本、提高其在国际市场中的创新力、应变力、适应力和综
3.4.1 间歇精馏工艺 一、间歇精馏流程 间歇精馏的一个操作周期： 加料、平衡（全回流），第一产品采出、中间馏分采出、第二产品采出等等，釜液排放和塔的清洗。 图3-42 典型的工业间歇精馏装置 间歇精馏塔的形式： ?①常规间歇精馏塔也称精馏式间歇精馏塔（图3-43 ）。 ?②提馏式间歇精馏塔（图3-44 ）。 ?③带有中间贮罐的间歇精馏塔或称复杂间歇精馏塔（图3-45 ）。
图3-43 精馏式图3-44 提馏式图3-45 带有中间贮罐的间歇精馏塔 ?④其他类型的间歇精馏塔（图3-46 ）。 图3-46 其他间歇精馏塔 (a) 双回流罐型; (b) 双加热釜型; (c) 双塔共用加热釜型 二、间歇精馏过程分析 不同回流方式： 1）恒回流比操作 回流比保持不变，而馏出物的浓度和流率随时间变化，产品组成为馏出时间内的平均组成。多元物系的间歇精馏，馏出不同的产品可采用不同的恒回流比，整个过程为分段恒回流。 2）恒塔顶浓度操作 回流比随过程的持续进行而逐渐增大，从而使塔顶馏出物的组成维持恒定。 不同精馏模式的能耗比较： 连续精馏模式最节能，随馏出量的增加，连续精馏能耗线性增加，而间歇精馏的能耗则急剧增大，特别当要求易挥发组分全部蒸出时，间歇精馏能耗太大，不能采用。间歇精馏中的恒馏出液浓度比恒回流比操作能耗低，对于高纯度精馏这种差别更甚。 各种参数对间歇精馏操作的影响： 1）持液量 塔内持液有如下三点影响： ?①沿塔身建立浓度梯度需要一定时间,即需要一定的开工时间,持液量越
大，开工时间越长； ?②分离难度加大。精馏过程开始馏出产品时，塔顶、塔身持液占有浓缩的易挥发组分,使釜液浓度比无持液情况降低,因此获得同样纯度产品所需浓缩倍数增加,分离难度加大； ?③延缓塔内浓度变化,有利于分离；但当间歇精馏过程进行到过渡馏分阶段后期,即将馏出下一合格产品时,持液的惯性作用而不断吐出残余的前一组分(即为该产品的易挥发杂质),而使馏出物呈现轻杂质的“拖尾”现象, 增加了过渡馏分的数量,减小了产品收率。 2）回流比和平衡级数 回流比越高，平衡级数越大，过渡区越小，分离效果越好。当平衡级数大到一定数目后，平衡级数对过渡区的影响不再明显，此时最有效的方法是增加回流比。 3）操作压力 操作压力取决于欲分离物系各组分的沸点和沸点范围。沸点范围较窄的物系宜采用恒定操作压力；沸点适中物系宜采用常压操作；沸点高或易分解的物系宜采用减压操作。