基于传热/传质的乙烯裂解过程脱甲烷塔进料瓶颈识别及流程重构策略

吴博，罗雄麟



基于传热/传质的乙烯裂解过程脱甲烷塔进料瓶颈识别及流程重构策略

吴博，罗雄麟

（中国石油大学（北京）自动化系，北京 102249）

精馏塔进料的组成与温度会影响塔内质量交换和能量利用，不恰当的进料会导致全塔的分离及用能效果变差。针对多进料精馏塔的组合进料问题提出一种识别不合适进料位置的方法，基于塔板的传热温差和传热量、传质浓度差和传质量计算方法提出应用传热/传质复合曲线识别精馏塔进料瓶颈的方法，并将其应用于裂解装置脱甲烷塔进料瓶颈的识别，采用调整进料位置的流程重构策略实现去瓶颈的操作。流程模拟及瓶颈分析结果表明所提出的方法能识别出脱甲烷塔的进料瓶颈，重构流程的方法能实现去瓶颈的操作，并使全塔的传质传热特性、分离效果变好，能耗降低。

过程系统；计算机模拟；精馏；脱甲烷塔；瓶颈识别；流程重构；数值分析

引 言

随着节能技术的发展，提高过程单元设备的有效性的方法得到越来越高的重视。低温精馏塔这种常见的多组分气体分离装置能量消耗较高，约占系统总能量消耗的1/3，因此提高其能量利用率是一种极其有效的节能方法[1-2]。在常见的裂解气分离装置中，为了实现系统冷量的梯级利用，系统采用了将不同温度梯度的流股作为不同进料的策略[3]，例如在脱甲烷塔中将闪蒸罐的液相出料作为脱甲烷塔的四股进料，以实现能量的梯级利用。多股进料的存在容易导致组合进料位置不合理，使得精馏塔内部产生异常传热/传质现象，精馏塔的利用效率较低。本文将这种影响精馏塔的内部分离效率的进料称为精馏塔的进料瓶颈。因此，研究多进料精馏塔的进料瓶颈的识别方法，实现进料瓶颈的流程重构，对精馏塔的能量的有效利用具有重要意义。

国内外学者对精馏塔的进料瓶颈的研究主要集中在图示法和数学优化法两个层面。为了直观形象地表示分离系统内部的热力学特性，Dhole等[4]提出分馏塔的总组合曲线(column grand composite curve, CGCC)的分析方法对精馏塔进行节能改造，但并未过多涉及进料瓶颈的问题。吴升元等[5]受此启发提出基于CGCC曲线确定分馏塔的进料位置的方法，通过构造出与CGCC部分重合的两条相交的全塔精馏和提馏线分析CGCC进料点与两条曲线的关系确定进料瓶颈，但所采用的全塔精馏和提馏线主要依据塔顶塔底进料求出，限制了该方法仅适用于单一进料的情况，并不适用于多进料的脱甲烷塔的瓶颈分析。相比之下，㶲分析法同时包含热力学第一、第二定律，能帮助识别出系统的无效操作单元。Khoa 等[6]提出用三维㶲分析曲线识别对精馏塔有影响的设计和操作参数。Bandyopadhyay[7]应用㶲-焓图中精馏-提馏曲线的恒定特性分析识别精馏过程中的㶲损失。Liu等[8]利用复合曲线和面积利用率(fractional utilization of area, FUA)曲线识别最优的改造策略。Wei等[9]对文献[8]的方法进行了拓展，能直观显示出系统的瓶颈。他们所提的方法虽然能够直观指示出系统的瓶颈的位置，但是只是针对单一进料或二元精馏塔的情况。考虑到脱甲烷塔的多进料、多组分的复杂性，而且㶲计算过程极其复杂，本工作未采纳上述文献所提及的节能改造研究方法。

随着计算机技术的进步，数学优化法因其考虑多因素的方便性、不必识别系统的进料瓶颈的直观性、能直接给出系统重构或改造的方案的便捷性而受到广泛关注。应用的主要方法是根据要求建立系统的数学优化模型，选取目标函数，采用合适的数学优化算法得出最终的流程重构或改造方案。代表性的应用研究主要包括Diaz等[10]和Luo等[11]采用混合整形非线性规划(mixed integer nonlinear programming, MINLP)模型对精馏系统进行去瓶颈的分析研究，它可看作是一类“黑箱”研究方法，不必事先识别瓶颈的位置，也就降低了系统瓶颈识别的难度，但去瓶颈的方法过程往往极其复杂，而且最优解也并不一定存在；尹洪超等[12]提出将超结构数学规划和全局夹点分析结合的方法对现有设备进行改造，该研究方法类似于常说的“灰箱”研究法，在部分夹点法分析结果的基础上进行优化计算，其计算难度大大降低。

为确保得到识别结果及调整方案，根据对比出的瓶颈识别方法中数学优化法和图示法的优缺点，针对现有方法在裂解装置多组分多进料的脱甲烷塔瓶颈识别上的不足，本工作从图示法的角度出发探索识别多组分多进料精馏系统的瓶颈的方法。首先给出单层塔板传热温差与传热量、传质浓度差与传质量的计算方法，研究影响多进料精馏系统传热/传质的进料瓶颈的识别方法，并应用于识别多进料脱甲烷塔的进料瓶颈。最后研究调整进料位置的流程重构策略，并对进料瓶颈分析及流程重构方法的有效性进行验证。

1 多进料精馏塔进料瓶颈的识别

假设单一进料或多股进料的精馏塔具有块理论板（或实际塔板），而且每一层塔板同时包含能量和质量交换，其流股气液相分布如图1中的左图所示。对整个过程进行拆分，每一层塔板都可看作是一个独立的换热器，整个脱甲烷塔可看作是一系列独立的换热器的串联，视下一级塔板流出的气相流股为热流股、上一级塔板流出的液相流股为冷流股，冷热流股在中间塔板上进行热量传递，如图1（a）所示。同样，每一层塔板也可看作是一个独立的质量交换单元，整个脱甲烷塔就是一系列质量交换单元的串联，视从下一级塔板流出的气相流股为贫流股、从上一级塔板流下来的液相流股为富流股，两者在中间塔板上进行质量交换，如图1（b）所示。

1.1 塔板的传热温差与传热量

参考常规的换热器的温焓图[13]的作图方法，将气相流股作为热流股，两端温度分别为T+1和T，在横坐标轴上的投影为DQ。同理将液相流股作为冷流股，两端温度分别为T-1和T，在横轴上的投影也为DQ。第块塔板的传热温差与传热量之间的关系如图2所示。

（1）塔板传热温差 传统意义下，换热器的传热温差定义为换热器两端冷热流股温度差[13]。考虑到精馏塔的传热过程的特殊性，对于平衡级模型，气、液两相流股在塔板上接触换热后以相同的温度离开塔板，如图2所示。精馏塔的各层塔板相互串联，上一级塔板的输出是下一级塔板的输入，则塔板的传热温差可定义为第层塔板的传热温差DT是第+1层塔板与第层塔板的温度之间的差值或第层塔板与第-1层塔板温度之间的差值。由于各层塔板之间相互串联，两者在数值上前后差一块塔板，并不影响对整个传热过程的分析，因此将前者作为传热温差的计算式，如式（1）所示

在稳态条件下，进/出第级塔板的能量由能量守衡可得式（2）

(2)

将式（2）中的气相部分移到等式的左边、液相部分移到等式的右边，得式（3）

（2）塔板的传热量 流入第层塔板的气相流股的热量流率与流出第层塔板的气相流股的热量流率的差值或流出第层塔板的液相热量流率与进入第层塔板的液相热量流率的差值，可称为塔板上的传热量，记作DQ，其大小等于图2中的气液相传热曲线在横轴上的投影，数值计算如式（4）所示

(4)

若第层塔板无进料，则式(4)可简化为式(5)

根据图2单级塔板的传热温差和传热量关系，类比可得到整塔的温度和传热量的分布。由于塔顶温度比塔底温度低，将塔板从上往下编号。从第1层塔板开始，将塔顶回流温度作为冷流股的始端温度，记作0，再沸器回流温度定义为T+1。第1层塔板的温度为冷热流股的末端温度，记作1，第1层塔板的传热量D1等于冷流曲线在横坐标轴上的投影。对于气相流股，第1层塔板的温度为总的热流股的末端温度1，第2层塔板的温度为该层热流股的始端温度，记作2，热流曲线在横坐标轴上的投影为第1层塔板的传热量D1，可得温度为0～2段的传热曲线。同理气相为热流股，液相为冷流股，投影为传热量，可以得到全塔的传热温差和传热量的关系曲线，如图3所示。

图3 传热温差与传热量组合曲线

Fig. 3 Heat transfer driving force and rate composite curve

1.2 塔板的传质浓度差与传质量

同理，塔板上各个流量及组成关系如图1（b）所示，由于上升气相中的轻组分的摩尔分数较低，将第+1层塔板向上的气相流股V+1视为贫流股，假设第种组分的摩尔分数为y+1,j，从上一级塔板向下流入第层塔板的液相流股L-1是富流股，第种组分的摩尔分数为x-1,j，贫富流股在塔板上进行质量交换，最终在气液相中组分的摩尔分数分别为y和x。

在建立精馏塔模型时，一般基于平衡级假设，气液相流股在离开塔板时是相平衡状态，即式（6）的相平衡关系式。为表示同一相态，可通过式（6）将气液两相浓度化成同一相态（气相或液相，本工作选择气相浓度）进行塔板的传质浓度差及传质量的研究。

以气相流股V+1为贫流股，第种组分的始末摩尔分数分别为y1,j和y，第种组分的增加的量在横坐标轴上的投影为∆M；液相流股L-1为富流股，第种组分的始末摩尔分数分别为x-1,j和x，由相平衡关系式（6）可分别转化为对应的气相摩尔分数y-1,j和y，富流股中第种组分减少的量在横坐标轴上的投影为∆M。根据质量交换单元的贫富物流之间的质量交换图[14]，以第种组分的摩尔分数为纵轴，以传质量为横轴，拓展普通的传质关系曲线得第层塔板上的第种组分的贫富流股的质量交换示意图，如图4所示。在图4（a）中，曲线1代表液相流股中关键组分的浓度比经过相平衡计算所对应的气相组分的浓度高；在图4（b）中，曲线2代表液相组分中的关键组分的浓度比经过相平衡转换后所对应的气相组分的浓度低。图4给出了相平衡计算前后塔板上气液相关键组分可能出现的两种位置关系。

图4 第层塔板的第种组分的浓度差与传质量的关系

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

在图4中，以液相组分为纵坐标的曲线经过相平衡关系转换为以气相组分为纵坐标的液相流股，该流股在质量交换中为富流股，气相流股为贫流股。在质量交换中，第种组分的摩尔分数在液相流股中下降、在气相流股中上升，最终两者达到相平衡状态，即图4中的同一气相浓度值。

（1）塔板的传质浓度差 类比传热温差，第种组分在第层塔板上的传质浓度差为∆c，为气相流股V与气相流股V+1中的第种组分的摩尔分数的差值，如图4所示，其大小可通过式（7）求取

（2）塔板的传质量 根据质量守恒，在稳态条件下，将第种组分在第层塔板上的传质量定义为∆M。在气相流股中，∆M表示离开第层塔板的第种组分的摩尔流率与进入第层塔板的第种组分的摩尔流率的差值；在液相流股中，则表示流入的第层塔板的第种组分的摩尔流率与流出的第层塔板的第种组分的摩尔流率的差值，如式（8）所示

(8)

若该层塔板无进料，第种组分在第层塔板上的传质量的计算式式（8）可简化为式（10）

(10)

依据式（8）或式（10），可以计算出第种组分在各层塔板上的传质量。依照图4，以第层塔板为起点作出第种组分的气液相流股的传质复合曲线，其中以第种组分的摩尔分数为纵轴、以传质量为横轴。对于富流股，在相平衡时以进入第块塔板的液相流股L-1的第种组分x-1,j所对应的气相摩尔分数y-1,j为纵坐标、第层塔板上的摩尔流量的变化量∆M为横坐标；在相平衡时以第块塔板液相的第种组分摩尔分数x所对应的气相摩尔分数y为纵坐标、0为横坐标，连接两点得到传质复合曲线中的富流股曲线。以流入第层塔板的气相摩尔分数y+1,j为纵坐标、0为横坐标；以流出第层塔板的气相流股的摩尔分数y为纵坐标、摩尔流数的变化量∆M为横坐标，连接两点得到传质复合曲线中的贫流股曲线。将第层塔板贫富流股传质曲线的右端点处作为第-1层塔板传质的起始位置，用相似的方法可以得到第-1块塔板的摩尔组分与传质量关系图，依此类推，直到第1层塔板，便可得到整个精馏塔的摩尔分数和传质量的复合曲线，如图5所示。

在全塔的传质的组合曲线中，虚线圈所包含的区域是异常点存在的位置。一般情况，合适的进料位置能使进料在塔板上分离后往下流的液相中的关键组分传给往上升的气相流股，如图5中圆圈外的部分，即正常传质。但不合适的进料则会使进料板处及以下部分塔板上升的气相流股冷凝，关键组分从气相流股反传给往下流的液相流股，即异常传质。若能够准确识别出这些异常传质的塔板位置，将有利于实现对进料瓶颈的识别。

1.3 基于传热/传质综合的进料瓶颈识别方法

依据1.1节和1.2节求取传热温差、传质浓度差，构造传热/传质的传热温差-传质浓度差的关系，如图6所示。精馏过程内部的传热传质不是孤立存在的，并且传热温差和传质浓度差分布于4个象限。第一象限内传热温差D>0和传质浓度差D>0，表示传质和传热均正向进行，无异常传热传质。第二、三、四象限，传热温度差和传质浓度差至少存在D<0或D<0，传热/传质的塔板是异常的，借助推动力的正负可以识别出精馏塔内传质传热的瓶颈。

精馏塔自上而下不断上升的温度梯度保证各层塔板的组分的分布，是决定产品组分的重要变量，不合适的进料能够导致温度梯度的变化，有助于进料瓶颈的识别。在计算进料板处的气液相中各组分的摩尔分数时，针对不易求解进料板闪蒸后气液相中各组分的摩尔分数的难点，本工作假设进料处绝热闪蒸且闪蒸压力为进料板的压力。

可根据图6选择合适的识别方法进行进料瓶颈的识别。当塔板的传热温差与传质浓度差的关系仅存在于第一、四象限，此时传热传质位于第一象限时，传热传质均是正常的，不存在传热传质异常的点，不用识别异常进料。第四象限的传质浓度差为负值，是异常的传质情况，进而可以通过得到的传质摩尔分数与传质量的复合曲线进一步识别进料瓶颈的位置。若分布于第二象限，则传热是异常的，可以根据传热温差与传热量的复合曲线判断进料瓶颈的位置。若位于第三象限，两种方法均可识别出进料瓶颈的位置。基于传热的瓶颈识别方法与基于传质的瓶颈识别方法类似。

将基于传质的瓶颈识别方法概括如下。

首先，分析全塔的摩尔分数与传质量的复合曲线（图5），寻找传质浓度差小于零的异常的塔板。这些传质异常的塔板是制约质量交换的传质瓶颈。多股进料的精馏塔的传质浓度差为负的塔板可能不是唯一的。异常塔板的曲线，如图5所示，反向传质的点出现在第+1块塔板，该点的传质浓度差为负值，是制约精馏塔分离效果的传质瓶颈。

其次，从进料位置不合理的角度确定进料瓶颈。对于单一进料的精馏塔，进料瓶颈的位置即进料板；对于多股进料的精馏塔，进料瓶颈为塔板传质瓶颈附近且最近的进料板，进料瓶颈的位置可能不是唯一的。

最后，根据进料板的下方是否存在传质量为负值的塔板对进料瓶颈进行筛选。对于精馏塔，仅在进料板处传质量为负值，而在其他塔板处传质为正值，这表明该塔板在临界进料瓶颈位置，这样的进料完成了塔板的方向传质过程的逆转，由负向转向正向，称为伪进料瓶颈。伪进料瓶颈没有影响周围塔板的传质过程，因此可筛除此类进料瓶颈。

本节的方法可以简要概括为以下几步。

（1）求解全塔的传热温差和传质浓度差。

（2）确定全塔的传热温差或传质浓度差中存在异常的塔板。

（3）若为传热温差异常，则构建传热量与传热温差的复合曲线，并基于传热温差识别进料瓶颈；若为传质浓度差异常，则构建传质量与传质浓度差的复合曲线，并基于传质的瓶颈识别方法识别进料瓶颈。

2 多进料脱甲烷塔进料瓶颈的识别

经预切割塔的裂解气先后经过冷箱换热器预冷后，再经过闪蒸分离构成脱甲烷塔的4股进料。4股进料的状态既受冷箱换热效率影响，又受闪蒸罐操作条件影响。当4股进料状态固定时，4股进料的位置成了影响脱甲烷塔的分离及节能效果的直接因素。脱甲烷塔的冷量消耗约占总负荷的12%，甲烷-氢的分离效果直接影响产品的纯度和后续的分离工序，是裂解气分离的关键[2]。选择脱甲烷塔进料的瓶颈识别及重构方法对于实现乙烯工业的节能增效具有现实意义。

学者们对此类系统进行了许多研究[15-22]，但限于流程模拟或从操作优化实现塔的改造与控制，而且未考虑进料位置对塔的分离及节能的影响。本节在脱甲烷塔模拟的基础上，基于精馏塔进料瓶颈的识别方法对脱甲烷塔的进料瓶颈进行识别。

2.1 乙烯裂解过程脱甲烷塔的流程模拟

依据国内某乙烯厂的裂解过程脱甲烷塔的设计参数，应用Aspen Properties 物性数据库及gPROMS (general process model system)流程模拟软件搭建乙烯脱甲烷过程的模型，并进行模拟计算与研究。物性方法选择Peng-Robinson方法[23]。

脱甲烷塔的基本流程如图7所示，其模拟结果与设计值见表1和表2。本工作的模拟使得关键变量的值尽可能接近脱甲烷塔的设计值，并将该模拟结果应用于脱甲烷塔的研究。在乙烯产量为150 kt·a−1的乙烯裂解过程脱甲烷塔中共包含68块实际塔板，取板效率为0.618，则脱甲烷塔总共包含42块理论板（下文讨论均指理论板）。从上到下，脱甲烷塔的4股进料板为8、14、17、23。进出脱甲烷塔的组分及物流信息如图7所示。塔顶出料中甲烷是关键组分，关系到后续产品的纯度，因此选为脱甲烷塔的摩尔分数–传质量曲线的关键组分。图7给出了各个进料板的位置及关键流股和组分的数据信息。

表1 脱甲烷塔塔顶与塔底关键组分的设计值与模拟值

表2 脱甲烷塔的进料及产品设计值与模拟值

2.2 乙烯裂解过程脱甲烷塔的进料瓶颈的识别

依据1.3节的方法和全塔的传热温差与甲烷的传质浓度差构造图8所示的全塔的浓度差和传热温差的关系图。按进料板的位置全塔可分为6段，而且每一段传热温差和传质浓度差近似呈线性关系，如图8中的曲线1～6。

从图中可以看出，曲线2、3、5、6的左端部分进入了虚线（浓度差零轴）以下。可以看出脱甲烷塔的塔板温度自上而下递增，全塔的塔板的传热温差均为正值。图中曲线的左端为进料位置的下端附近，是系统传热温差和传质浓度差相对较小的位置。根据1.3节中的瓶颈识别，应选择基于传质的识别方法来识别裂解过程脱甲烷塔的进料瓶颈位置。

根据流程模拟的结果以及图3的构图方法，同样也可以得到图9所示的全塔的传热温度与传热量的复合曲线，传热温差与传热量的关系曲线表明全塔的传热推动力为正值，证明全塔的传热温差均大于零。

根据流程模拟的结果及1.2节图5的做图方法，选择甲烷为关键组分，得到全塔的甲烷的摩尔分数与传质量的复合曲线（塔板的传质浓度差与传质量的关系曲线），如图10所示。从塔底到塔顶，塔板的传质量逐渐减小，在塔顶处传质浓度差和传质量均达到最小，而且两条曲线在A～D点最为接近。同样可以分析出，图10中A～D点分别是全塔传质浓度差最小的点，并且传质的浓度差为负值。塔板的传质量和传质浓度差最小点的位置以及大小如图所示。根据1.3节的方法，传质异常的塔板正是这些传质浓度差为负值的塔板，它们制约全塔正向传质的进行，是整个质量交换的瓶颈，并可以得出该脱甲烷塔的进料瓶颈是第8、14、17、23块板。明显可以看出C、D两点处的曲线的斜率小于零，即对应的塔板的传质量为负值。为更为详细地描述进料附近的传质状态，对图10中点D局部放大，如图10中的下图所示，图中的传质曲线有明显的折返现象，如1.2节所述。由于第14块塔板附近的塔板的传质量为正值，第14块进料塔板可视为伪进料瓶颈，在后续的去瓶颈时不再将其视为进料瓶颈。综上，进料瓶颈包含进料板8、17和23。

基于传热/传质分析方法能够有效识别出制约乙烯裂解过程脱甲烷塔装置的进料瓶颈，若对其进行去瓶颈操作，使反向传质的塔板数目尽可能减少，既能提高塔板的有效性和分离的可靠性，又能降低全塔的能量消耗。

3 基于流程重构的去瓶颈策略

对于单进料的精馏塔而言，调整进料的位置能有效降低冷热公用工程的用量，从而实现节能的目标[24-26]。而对于包含多个进料的复杂精馏塔，进料位置的不合理会导致异常的传质浓度差出现，进而使得进料板及以下部分塔板的传质量为负值，如上述方法分析得到的异常进料位置。为将设备改造成本降到最低，本工作仅考虑通过调整进料的位置的流程重构方法减小传质量为负的塔板的数目，以达到解除进料瓶颈的目的。

以脱甲烷塔的第一股进料为例，全塔的传质量曲线随进料板位置移动而变化，如图11所示。第1股进料附近各层塔板的传质量的分布指出，塔板的传质量曲线在进料附近部分落入零轴以下，出现了传质量为负的塔板，即上文所提到的系统的传质瓶颈。对精馏塔的操作，在有限的能量负荷前提下使传质过程尽可能正向进行，以充分利用各层塔板并分离出更多需要的产品。调整进料的位置，即将进料板上下的塔板作为进料板，是不错的流程重构方法。图11中的曲线分别代表将进料塔板的位置从第7块塔板依次调整到第10块塔板后塔板传质量的变化规律。进料板下方的反向传质塔板数随着移动逐渐减少，而且当进料板为第7块塔板时有两层反向传质的塔板，当调整进料位置到第10块塔板时进料位置反向传质的塔板消失，在不同进料情况下1～4点的传质量如图所示。在进料板从第8块塔板调整到第10块塔板时，在控制塔顶温度保持不变的情况下调整塔顶回流量，发现系统的回流量比重构前降低了3.26 kmol·h−1，整个系统塔顶低温冷量消耗约下降了6 kW。这验证了通过调整进料位置能有效地降低塔顶系统的冷量消耗。

从上述分析来看，调整进料的位置不仅能带来塔板传质效率的提高，还能带来能量消耗的降低，因此可以通过调整进料位置对系统进行去瓶颈操作。结合第1股进料流程重构的分析方法分别分析脱甲烷塔的其余两个进料瓶颈附近的反向传质塔板，对各个进料板处塔板附近的传质量进行分析，分别调整对应进料的位置，使进料附近反向传质塔板数最少。经分析给出最终的流程重构后的进料位置的方案，与重构前的进料的对比详见表3。

表3 重构前后脱甲烷塔的进料位置

根据流程重构的方法，按照瓶颈分析的结果调整进料的位置，并对系统进行流程模拟。重构后甲烷的摩尔分数和传质量的复合曲线如图12所示，传质过程得到改善。重构前后脱甲烷塔的温度分布如图13所示。

在进料条件及塔顶产品甲烷摩尔分数保持不变的情况下（控制塔顶温度及压力不变），根据图14重构前后各层塔板的传质量对比曲线可以看出，在流程重构前后：（1）进料处反向传质的塔板消失，各个塔板得到有效的利用；（2）进料处重构前后的反向传质的塔板不变，但反向传质量下降；（3）进料处发生的变化较大，由反向传质塔板原来的3块变成了1块。进料处塔板的传质量得到明显的改善，达到了去瓶颈的目的。

流程重构前后的关键流股的数据对比见表4。根据图7所示比较重构前后脱甲烷塔的塔顶塔底组分，在控制塔顶及塔底温度保持不变的情况下，塔顶塔底的甲烷浓度几乎不变，塔顶的回流量比原来下降了10.49%，同时塔顶的冷量消耗降低了6.14 kW。

表4 重构前后脱甲烷塔部分数据对比Table 4 Contrast of demethanizer data before and after reengineering

虽然在本例中应用重构方法仅实现了0.86%的节能，效果不是很明显，但本结果是建立在对塔顶乙烯含量的控制要求及总处理量相对较低的条件下，若提高塔顶气中甲烷的纯度，这种流程重构所带来的节能空间可能更大。塔顶出料中乙烯含量越低，塔的分离负荷就越大，要获得高浓度的塔顶甲烷气所需要的冷量就越多，并且塔顶乙烯浓度的变化对于所需的冷量的变化也就越突出，因此在乙烯含量尽可能低的情况下重构所带来的节能效果会越明显。同理，在一定的产品质量下，处理量也直接影响所需的冷量，处理量越大对冷量的需求就越大，对设备的利用率会越高，重构前的设备瓶颈会越来越突出，这样重构的作用就显得极为突出，重构对于节能的效果会越明显。因此，在后续的研究中会考虑进料的流量及塔顶塔底的产品质量对全塔的冷量消耗的影响，将从提高产品质量和处理量两方面进一步验证重构对于节能的有效性。

4 结 论

在塔板的传热温差与传热量、传质浓度差与传质量的定义基础上构建了塔板的温度与传热量、塔板的关键组分摩尔分数与传质量的复合关系曲线，并给出了基于传热/传质综合的进料瓶颈的识别方法，结合对脱甲烷系统的分析及流程重构前后的对比，给出以下结论。

（1）基于理论板的基本原理，所提的传热/传质综合的进料瓶颈识别方法能够有效地识别出脱甲烷塔的进料瓶颈的位置。

（2）对精馏塔内部的传热/传质机理分析，不恰当的进料位置是造成传热/传质分离效率的瓶颈。

（3）调整进料位置的流程重构方法能够有效改善瓶颈处塔板的传热/传质效率，使全塔的分离效率提升及能量利用率提高，并实现了节能的目标。

符 号 说 明

Dc——塔板上传质浓度差，mol·mol−1 F——进料摩尔流量，kmol·h−1 H——气相或液相摩尔焓值，kJ·kmol−1 k——相平衡常数（量纲1） L,V——分别为塔板的液相、气相摩尔流量，kmol·h−1 DM——塔板上传质速率，kmol·s−1 n——精馏塔塔板数（正整数） Q——塔板传热速率，kJ·s−1 S——塔板上液相产品摩尔流量，kmol·h−1 T——塔板温度或进料温度，K DT——塔板上传热温差，K x,y——分别为塔板的液相、气相摩尔分数，mol·mol−1 z——进料摩尔分数，mol·mol−1 上角标 L,V ——分别代表液相和气相 下角标 F——进料流股 i——塔板号 j——气相或液相组分号

References

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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

吴博（1987—），男，博士研究生。

国家重点基础研究发展计划项目（2012CB720500）。

2016-08-24收到初稿，2016-08-31收到修改稿。

联系人：罗雄麟。

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