流股

萃取精馏和变压精馏分离苯-乙醇的模拟研究
精馏塔,其中S1流股进料为丙三醇,S2流股进料为苯和乙醇混合物,S3流股出料主要为乙醇和丙三醇的混合物,S4流股出料主要组分为苯。B2塔为溶剂回收塔,S5流股出料主要组分为丙三醇,S6流股出料主要组分为乙醇。图3 萃取精馏分离苯和乙醇的工艺流程图2.2 模拟条件在NRTL热力学模型下,估算苯和乙醇的共沸组成,物质的量分数分别为55.5%和44.5%,发现与实验共沸组成[6]相差较小,其中苯和乙醇实验共沸组成物质的量分数分别为55.2%和44.8%,故它们的

山东化工 2023年21期2024-01-03
氯硅烷平流双效精馏塔模拟
范，规定塔顶产品流股中TCS的质量浓度为96.7%，变化为回流比。经过计算，得到低压塔TL的计算回流比为2.789，塔釜再沸器负荷QR1为17161.5 kW。用同样的方法，计算出高压塔TH的进料塔板为57，再沸比为2.467，塔顶冷凝器负荷QC1为-12336.3 kW。由双效精馏定义可知，在QR1=QC1的条件下，才能实现，可以通过调整进料分配比率的方式来调整QR1、QC1的数值，使其一致。重新建立两塔合并计算模型，进料量赋值553100 kg/h，加

化工管理 2023年29期2023-10-24
210 t转炉非均匀底吹供气模式的水模拟研究
3]。在探究底吹流股对熔池的搅拌效果方面,国内外学者利用水力学模拟实验进行了大量的实验,在底吹流量对熔池混匀效果影响方面取得了较为一致的结论,即,提高提吹流量有利于底吹流股对熔池的搅拌[4-8],在此类研究过程中,转炉均为新砌筑状态,换言之,底吹元件均为完全畅通的,但是,根据转炉实际生产经验,随着转炉炉龄的增长以及溅渣护炉工艺的应用,某些底吹元件通常会面临部分堵塞状态,这势必会影响底吹流股对熔池的搅拌,因此,针对此进行相应研究具有巨大的实际价值[9-13]

工业加热 2023年7期2023-09-28
基于代理模型的炼厂氢网络与脱硫系统同步优化
权衡。考虑到废氢流股的回收利用，研究者们对提纯技术的优选[7-8]、装置安装位置的优化[9-12]和过程技术经济分析[13]进行了广泛研究。为了克服简化模型的不足（如二元组分假设、反应及闪蒸过程简化），Jia 等[14]开发了一种将轻烃产量和闪蒸计算常数K值相结合的建模优化方法。随后，研究人员考虑到进料特性和工艺操作条件的变化，不断改进了加氢精制模型[15-16]。Wang 等[17]开发了一种基于代理模型的氢气网络优化方法，充分考虑闪蒸分离过程汽液平衡常

华东理工大学学报(自然科学版) 2023年2期2023-05-06
煤化工尾气中二氧化碳的捕集、压缩模拟与优化
art吸收塔塔底流股进气，塔顶流股进冷甲醇，整个吸收塔从左往右分为4段，分别是脱硫段、粗吸段、主吸段和精吸段。根据低温甲醇洗工艺的物性特点，操作压力为高压，且无交互作用参数，所以选择适合低温甲醇洗的物性方程为PSRK状态方程。采用灵敏度分析的方法，确定各吸收塔的塔板数。以B1脱硫塔为例，改变脱硫塔塔板数，流股中H2S的摩尔分率随脱硫塔B1塔板数的变化见图2。图2 流股H2S摩尔分率随B1塔板数的变化曲线图Fig.2 The change curve di

应用化工 2023年1期2023-02-16
R134a-DMF溶液制冷剂质量分数在线软测量
统流程1～10.流股编号R134a为制冷剂，DMF为吸收剂。吸收器出口R134a-DMF浓溶液(流股1)经溶液泵进入溶液换热器，与气液分离器出口R134a-DMF稀溶液(流股10)换热升温后(变为流股2)，进入发生器被高温介质加热后放出R134a蒸气。发生器产生的气液混合流体(流股3)进入气液分离器，气液分离器出口R134a蒸气(流股4)进入冷凝器放热液化，然后进入节流阀1节流降压后(变为流股6)进入蒸发器，在蒸发器内吸热蒸发后变为R134a蒸气(流股7)

煤气与热力 2023年1期2023-02-10
基于LNG冷能的联合循环系统多目标性能
的蒸发器中冷、热流股的温差较大，导致㶲损增加[7]。Bao等[8]对双级有机朗肯循环(DORC)进行了研究，系统的热效率和㶲效率分别提高了42.91% 和52.31%。Sun等[9]分别将SORC和DORC与LNG直接膨胀相结合，对2种系统进行比较和优化。优化结果表明DORC系统拥有更好的性能。Li等[10]将有机闪蒸循环(OFC)、有机三边循环(TLC)和SORC进行对比，证明OFC的性能更具优势。Ho等[11]对OFC、以CO2为工质的TORC、以氨水

高校化学工程学报 2022年6期2023-01-16
哌嗪精馏塔的模拟计算
。（5）规定进料流股。通过Specifications—Feed streams菜单选项，或者点击工具栏中的按钮，打开进料流股对话框，定义进料流股，如图3所示。图3 定义进料流股（6）规定单元设备。双击流程图中的shortcut，或是打开Specifications—Select Unitops选项，打开shortcut精馏塔的规定框，如图4所示，逐一填入所需数据。图4 简捷塔设计规定屏依据设计要求，轻重关键组分分别为哌嗪和三乙烯二胺，塔顶产品中轻重关键组

化工设计通讯 2022年8期2022-09-19
乙醇胺捕集燃煤烟气二氧化碳工艺模拟
列出了吸收塔中各流股参数和模块输入参数。由表3～4 可知操作条件：吸收温度选择40 ℃，吸收塔操作压力为常压，LEANIN为MEA进料流股，由于在循环回路中，LEANIN 为再生塔底的贫MEA物流，而富MEA不可能完全再生，因此进料MEA中还含有CO2，CO2与MEA 的物质的量比称为贫液负荷，记为αlean。贫液负荷取决于再生塔底富液的再生程度，富液再生程度越大，塔底贫液含CO2量越少，αlean也越小［13］，实验选取αlean为0.28。结合图2和表

无机盐工业 2022年8期2022-08-17
新工科背景下化工过程模拟实验的教学探究*
合废液从塔顶(F流股)进入多级连续萃取塔，萃取剂正辛烷(S流股)从塔底进入萃取塔，原料废液和萃取剂正辛烷在萃取塔内发生连续逆流接触和传质萃取。从萃取塔塔底得到的萃余液(R流股)为高纯度的水，而从塔顶(E流股)得到的萃取液中，有甲乙酮、正辛烷以及少量的水。萃取液E作为萃取剂回收精馏塔的原料液，在萃取剂回收精馏塔中实现萃取剂的回收利用，从精馏塔塔顶和塔底馏出的分别为高纯度的甲乙酮(B流股)和萃取剂正辛烷，萃取剂正辛烷(S1流股)经冷却后循环利用。该实验中各模块

广州化工 2022年13期2022-08-01
变压精馏分离四氢呋喃-乙醇工艺流程模拟
tOH 的混合液流股F，与T2塔塔顶来的流股REC，经混合器M 混合为进料F1流股，作为T1塔的进料，T1塔塔底采出流股W1为EtOH 产品，T1塔塔顶凝液部分回流，另一部分为流股D1，流股D1通过泵P 增压后为流股F2，F2作为T2 塔的进料，T2 塔塔底采出流股W2 为THF 产品，T2塔塔顶凝液部分回流，部分循环回混合器M。T1 和T2 塔均采用RadFrac 精馏模型，RadFrac为精馏塔严格计算模块，它同时联解物料平衡、能量平衡和相平衡关系，用

化工设计通讯 2022年6期2022-07-16
甲苯-乙醇共沸体系分离的模拟计算
苯与乙醇的混合液流股F0，与T2 塔塔顶的流股RE，经混合器M 混合为流股F1，作为T1 塔的进料，T1 塔塔底采出流股W1 为甲苯产品，T1 塔塔顶组成为230 kPa 压力下的甲苯-乙醇共沸组成，塔顶凝液部分回流，另一部分作为T2 塔的进料流股D1，T2 塔塔底采出流股W2 为乙醇产品，T2 塔塔顶组成为常压下的甲苯-乙醇共沸组成，塔顶凝液部分回流，部分为循环物流RE 返回混合器M。M 选用Mixer 模块，T1 和T2 塔均采用RadFrac精馏模块

浙江化工 2022年6期2022-07-06
与换热网络热集成的精馏塔压优化
沸、冷凝以及过程流股，基于所有流股的冷热复合曲线，分析塔压变化对整个装置公用工程消耗的影响。1 精馏塔塔压变化对冷热复合曲线的影响分析1.1 降低精馏塔塔压对冷凝器和再沸器负荷的影响分析中，精馏塔的进料、产品产量及塔顶回流量保持不变。因此，塔压降低后塔顶进入冷凝器的气相质量流率保持不变，冷凝器的热负荷变化只与汽化潜热有关，汽化潜热随塔压降低而增加，综上，塔顶冷凝器热负荷随塔压降低而增大。对于塔底再沸器，只固定其塔底采出量，塔压降低后塔内的气液相分布发生变化

化工学报 2022年5期2022-05-26
一种铝基合金水解制氢实验及模拟验证
流程如图5所示。流股S1是常温20 ℃的水，设定初始流量为3 000 g/h，通过加热器HEATER加热至60 ℃，流股S2是常温状态20 ℃的金属铝，初始流量为100 g/h，将两股物流混合通入RSTOIC反应器中，反应器维持温度为60 ℃，压力为0.1 MPa,指定铝的转化率为1,充分反应后得到流股S3。将流股S3通入换热器HEATX1进行换热，冷却水流股S4流量设定为100 kg/h，换热出来温度为40 ℃，为第一次降温除水，换热之后流股为S6，通入

机械工程与自动化 2022年2期2022-05-24
集成轻烃回收单元代理模型的氢气网络多目标优化
接回用要求的氢气流股中回收氢气资源。脱硫单元将氢气流股中的有害杂质H2S 进行脱除，来减少其在整个系统中的积累。轻烃回收单元从富烃气体中回收比甲烷或乙烷更重的组分，同时达到氢气富集的作用。压缩机单元用来提升流股的压力水平，使其满足生产工艺要求。从图中看出，这五个单元是一种紧密耦合的关系。图1 氢气网络的状态空间超结构Fig.1 State space superstructure of hydrogen network建立氢气网络超结构后，需要将状态空间超

化工学报 2022年4期2022-04-26
玉米基燃料乙醇工艺节能减排系统集成设计
87WATER流股中水的进料量87WATER 流股为水的进料股，其水的原进料量为23 955.7 kg/h。该股水进入气液分离塔分离出CO2，并循环利用为主反应提供水。在Aspen Plus 中做灵敏度分析，研究此股水进料对CO2分离量的影响（图2），当进料量为8 000～30 000 kg/h 时程序可以正常运行。由图2 可知，CO2分离效果不是特别明显，需要进一步强化。图2 水进料量对CO2分离量的影响2.3.2 1GRAIN流股中水的进料量1GRA

安徽化工 2022年2期2022-04-12
基于稳定性的循环物流系统流程模拟 ——以催化裂化反应-再生系统为例
路断裂，并给断裂流股变量赋初值，然后依次调用单元模块不断进行迭代计算，直至断裂流股变量的计算结果收敛。在20世纪60年代初，Kou等[28]就提出了断裂的思想。此后，Shacham 等[29]、Motard 等[30]、Naseem 等[31]分别对断裂技术的发展进行了系统的评述，给出了系统的断裂最优准则。随着流程模拟技术的不断发展，目前主流的流股断裂方法主要有Lee-Rudd(L-R)分解法、Upadhye-Grens(U-G)断裂法。而对于断裂后如何迭

化工学报 2022年3期2022-03-24
甲醇模块化生产中分时储热系统的优化设计
将导致生产系统中流股的预热、冷却和反应热移除等均随时间波动。为了提高生产系统的经济性需通过能量储存和调度提升波动工况条件下生产系统能量利用效率。对于波动的供给与需求之间的热量匹配问题，设立储热系统是平抑波动的主要途径之一[14-15]。储热系统主要通过显热、潜热和化学反应热储存热量[16]。Farzan等[17]研究了由吸热能力强、通过显热储热的沥青材料构成的沥青太阳能空气加热器的热动力学和热效率。Kumar 等[18]建立了立式圆柱形填充床潜热储热系统的

化工学报 2022年2期2022-03-03
甲苯、二甲苯多股进料连续分离工艺设计
.3 和0.7；流股一为泡点进料，进料流量为6 万t/a，流股二为饱和蒸汽进料，进料流量为4 万t/a；要求塔顶出料中甲苯的摩尔分数不小于0.999，塔底出料中二甲苯的摩尔分数不小于0.999。表1 为常压下不同温度的甲苯和二甲苯气液平衡数据[6]。表1 不同温度(常压)的甲苯与二甲苯气液平衡数据根据道尔顿分压定律：得出相对挥发度α 的计算公式：根据公式（2），计算出在常压下不同温度的甲苯-二甲苯的相对挥发度α 值分别为：2.16（120.01 ℃）、2.

浙江化工 2021年12期2022-01-07
换热网络改造图形化方法应用于巴氏牛奶厂热集成
生产过程中涉及的流股数目不多，这些物流的热容流率相近，可相互匹配换热，拥有明显的节能潜力。另外，由于历史上食品企业未能在全厂范围内寻求能量回收的机会，因此，提高食品企业的用能效率的机会大增[6]。本文拟采用图形化改造方法，探究巴氏牛奶厂的能量集成改造机会。目前，能量集成方法可分为启发式经验法、数学规划法以及两种方法的组合。启发式经验法以夹点分析法为代表，是目前广泛采用的能量集成方法，它基于热力学原理，以实现选定最小传热温差下的最大热量回收为目标，确定换热过

大连民族大学学报 2021年3期2021-10-15
厂际氢气网络多周期集成的分步优化方法
成，然后通过废物流股将不同的厂连接起来，另一策略是将所有厂的流股当作一个整体进行集成。针对厂际氢气网络的优化设计，Kang 等[26]提出了优化中间管道中氢气的纯度等级和压力等级的分步优化方法。Lou等[23]提出了两步优化法，先使用结合夹点的转运模型确定各厂的氢气消耗，然后再分别优化各厂的氢气网络结构。因此，分步集成法大多是首先优化氢气网络中的氢气公用工程消耗量，然后再优化氢气系统的网络结构。虽然上述方法可有效求解厂际氢气网络的优化设计问题，但大多数分步

化工学报 2021年9期2021-10-04
基于节点配置策略的有分流换热网络优化性能探析
一，其通过热、冷流股之间的合理匹配，可实现系统能耗的减少和经济效益的提升。为此，在设计阶段构造高效、灵活、编译简单的优化模型可成为辅助换热网络问题发展的重要突破。Yee 和Grossmann[1]提出的分级超结构模型（stage-wise superstructure model，SWS）是典型的结构化模型，在模型的每一级内可完成冷、热流股的全匹配，并通过多级设置扩增其求解域。但其对于SWS 模型有诸多限制，如将公用工程置于流股末端；热、冷流股上分支数目需

化工进展 2021年7期2021-07-28
浆水平衡计算分析和难点解决
任一衡算体，浆料流股中的绝干浆量与进出总流量守恒[2]。绝干浆量守恒的方程式为进出浆料的总流量守恒的方程式为式中：Qin为进入衡算体某流股中的绝干浆量；Qout为离开衡算体某流股中的绝干浆量；Vin为进入衡算体某流股的浆料体积；Vout为离开衡算体某流股的浆料体积。第2类条件，流股中绝干浆量等于流股的浆料浓度与体积的乘积，即对于任一浆料流股都满足限定条件式中：Q为浆料流股中的绝干浆量；C为浆料流股的浓度；V为浆料流股的体积。此类条件表明，任一浆料流股中的3

天津造纸 2021年4期2021-04-22
硫化氢化学反应循环制氢工艺的流程模拟
程如图1所示。流股1是w=96%的硫酸，流股2是H2S产品气，两股物流混合形成流股3，经E101换热进入H2S氧化反应器（RSTOIC1），充分反应得到单质S（流股6）、SO2（流股7）和w= 79%的硫酸（流股8）。空气（AIR）经过空气分离器（SEP2）之后，N2作为产品气回收利用，单质S（流股6）在S氧化反应器（RSTOIC2）中被O2氧化生成SO2（流股10），之后在换热器（HEATX）中与4.0 MPa、104 ℃的软水换热，与流股7混合形成流

天然气化工—C1化学与化工 2021年1期2021-03-17
数学规划与图形方法相结合设计热集成用水网络
等[22]关于流股识别方法的基础上将顺序优化法改进为同步优化法，构建了MINLP 模型和MPEC 模型以降低年度总费用。Yan 等[23]通过更改加热器和冷却器的位置，修改了Ahmetović 等[24]的超结构模型，从而将公用工程的设计排除在换热网络结构之外，他们还提出了不涉及二元变量的流股识别法并且构建了NLP模型。刘祖明等[25]提出了考虑非等温混合的用水网络，同时优化水耗以及能耗目标，获得的换热网络结构更为简单。Hong 等[26−27]提出了包

化工学报 2021年2期2021-03-06
基于HYSYS 和MATLAB 下吸式生物质气化炉仿真系统
heet 实时对流股中的参数进行读取，并将读取的数据进行处理，同时将处理的结果写入流股中，控制空气和水蒸气进气量，进而控制气化温度，模拟氧化层和还原层的温度对热值的影响，并将模拟的结果与实验数据进行对比，验证模拟结果的准确性。研究结果对生物质气化炉工业操作提供参考。1 建立下吸式生物质气化炉仿真模型下吸式生物质气化炉是原料从炉顶进入，空气从氧化层通入，水蒸气从还原层通入，产生的可燃气体从炉底抽出。气化炉的结构示意图如图1 所示。图1 下吸式生物质气化

能源与环境 2021年1期2021-03-04
工业低温余热回收用于多周期供冷的设计与优化
内部有若干条余热流股i，集合为I = {i}，其入口温度θhin(i)、目标温度θhout(i)、热容流率Fh(i)、热负荷Qh(i)均已知。在不与制冷系统进行整合的情况下，这些热量由循环冷却水直接排放到环境中。通过以工艺软水为介质与这些余热流股换热，可以得到较高温度的热水，用以驱动LiBr 吸收式制冷机组的运转。完成制冷后，热水的温度降低。由于在工厂内部各余热流股与制冷机组间的距离往往不可忽略而且并不相等，因此需要用泵将热水输送至各余热流股的换热器，从而

高校化学工程学报 2020年6期2021-01-20
工艺条件对板坯结晶器流场的影响
质量通量增大，使流股在上回旋区的动量也增大[4]。因此，当水口堵塞时，应该及时停浇或更换水口。1.2 水口不对中浸入式水口的对中对结晶器内流场影响很大，当水口不对中时，容易在流速小的一侧产生旋涡，并使结晶器流场不对称[5-6]。水口向一侧偏移后，液面出现了相对流动，在流速较小的一侧，会形成旋涡[7]。由于流体本身脉动的作用，液面流场随时间呈周期性变化。在水口偏离中心所致的不对称流动和流体本身脉动作用的综合影响下，形成了偏流涡，其强度和停留时间超过湍动涡。因

工程技术研究 2020年21期2021-01-08
合成乙酸丁酯的热泵分隔壁反应精馏流程模拟与优化
流程中塔顶、塔釜流股温差较大的情况，设计了3种不同的分隔壁反应精馏流程，分别为带塔底换热的热泵分隔壁反应精馏流程、带中间换热的热泵分隔壁反应精馏流程和带预热器及中间换热的热泵分隔壁反应精馏流程，对其分别进行能耗和年总费用(TAC)优化分析，并与常规分隔壁反应精馏流程比较，得到优化的乙酸丁酯合成反应精馏工艺。1 设计基础1.1 热力学和反应动力学模型乙酸丁酯合成反应体系包括：乙酸(HAC)、丁醇(BuOH)、乙酸丁酯(BuAC)和水(H2O)共4种组分。其中

石油学报（石油加工） 2020年4期2020-09-27
C5～C7烯氢甲酰化产物醛的分离工艺模拟与优化*
1，塔顶S102流股得到烃类混合物，塔底得到C6～C8混合醛。图1 剩余烃类脱除流程图2.2 醛的分离提出顺序分离、关键组分分离2种混醛的分离流程，并进行流程模拟以及优缺点比较。2.2.1 顺序分离流程顺序分离流程见图2。图2 醛的顺序分离流程图烃分离塔T101塔底S103物流进入脱异己醛塔T102，异己醛在该塔中脱除，T102塔顶采出流股S104为异己醛与正己醛混合物，其中w(异己醛)≈55%。塔底流股S105进入正己醛塔T103，从T103塔顶采出流股

化工科技 2020年4期2020-09-10
沉降罐放空气回收工艺设计
S1～S11表示流股。图1 液环压缩机组回收沉降罐放空气工艺流程来自沉降罐放空气与循环气合并后进入到液环压缩机入口，在开工初期采用系统补水作为工作介质，待压缩机出口压力和分离器水界面稳定后，关闭系统补水阀门，利用分离器产出水作为压缩机工作介质。放空气经过压缩后，进入空冷器冷却，冷却后的气体进入三相分离器进行油、气、水分离，在分离器入口分流器处把混合物大致分成气液两相，分离出的气相作为循环气返回压缩机入口保证入口压力稳定，液相沉降到液相分离侧，部分水和油自由

石油工程建设 2020年4期2020-08-20
基于夹点技术的换热网络设计在冶炼烟气治理中的应用
工艺过程中有高温流股需要被冷却，同时低温流股需要被加热，所以考虑将这些冷热流股搭配起来，用需要被冷却的较高温的流股加热需要被加热的较低温的流股，实现热量的有效利用，从而达到节能的目的。这需要采用科学方法对换热流股进行合理搭配，尽可能实现热量的利用，减少外部公用工程的消耗量[1]。20世纪70年代，夹点技术（pinch technology）作为一种设计换热网络的工具开始出现并得到不断发展，特别是在80年代，Linnhoff发展了夹点技术，提出换热网络优化设

硫酸工业 2020年6期2020-08-03
制苯车间苯和甲苯精馏系统模拟与优化
和DA-413各流股组成模拟计算结果，从比较的结果可以看出，模拟结果与实际值基本一致，因此该模拟流程是符合本装置，且是可靠的。表 1 DA-413设计工艺参数模拟计算结果表 2 DA-413塔顶、塔底负荷模拟计算结果表3 DA-413各流股组成模拟计算结果3.2 讨论与优化3.2.1 进料位置图2为原料进料位置对侧线采出流股苯含量的影响，由图可以看出，随进料位置的下降，苯的含量先增加后下降。在30块塔板进料达到最大值，这是因为提馏段太高或太低都会影响整个塔

山东化工 2020年11期2020-07-13
采用换热器负荷图指导换热网络改造的新方法
和设计换热网络的流股温焓图（STEP），并给出一套具体的设计步骤确保设计者能获得最大能量回收（MER）网络。随后Lai 等[14]以换热器为单位绘制STEP，将STEP 用于换热网络改造。Li 等[15]将温度-焓（T-H）图用于识别HEN 中穿越夹点的负荷，并基于夹点分析法消除这些负荷以实现HEN 的能量集成目标。Yong 等[16]提出了同时考虑热力学和换热负荷的转换后的热力学改造网格图（SRTGD），并用其筛选HEN 中可行与不可行的改造选项。为了识

化工学报 2020年3期2020-05-15
不确定性下基于多工况优化的可控性换热器网络综合
中，来自上游过程流股以及环境本身所带来的不确定性因素是不可避免的。这些扰动会使得换热器网络的实际优化性能产生偏差甚至操作不可行[6]。因此，研究能够抵御扰动的可控性换热器网络综合问题是十分重要的。一个被控变量与一个操纵变量的配对构成控制回路，一系列控制回路构成了控制结构[7]。由于换热器网络的多变量特性，控制回路之间的相互作用会对换热器网络可控性产生严重的负面影响。Escobar 等[8]认为可控性是换热器网络的一种能力，高度可控的换热器网络能够减少其潜在

化工学报 2020年3期2020-05-15
综合考虑经济性与效率的换热网络多目标约束优化方法
分为两部分：冷热流股之间进行换热的内部换热部分和需要与公用工程换热的剩余流股部分，换热网络最低费用的核心是优化内部换热部分的换热器分配方案，而影响换热网络的环境影响度、耦合热功系统能量来源等问题的因素是剩余流股部分的能量品质，这两个部分互相影响，降低内部换热部分的不可逆损失会提高外部剩余流股部分的能量品质，因此解决换热网络综合优化问题就要从不同的角度更合理全面地权衡这内外两部分。大多数文献中的换热网络年均总成本其本质仍然是以热力学第一定律为理论基础计算能耗

化工学报 2020年3期2020-05-15
铁水包废钢预熔预热新工艺在某钢铁公司的应用
燃气和氧气，燃气流股和氧气流股形成伴随流，每一股伴随流，氧气流股在中心，燃气流股环绕在氧气流股的周围或者燃气流股在中心，氧气流股环绕在燃气流股的周围。氧气喷孔和燃气喷孔的数目相同或呈一定倍数，喷孔数目为三孔、四孔、五孔、六孔的一定倍数。氧燃枪的燃气通道内使用可燃烧介质为煤气、天然气、石油液化气或柴油。3 铁水包废钢预熔预热新工艺（1）工艺流程概述。转炉装铁结束后，在100t规模的空铁水包内加入5t～8t废钢，由多孔氧燃抢燃气孔喷出的燃气和氧气喷孔喷出的部分

中国金属通报 2020年3期2020-04-22
取整函数优化基于超结构模型的质量交换网络
和x分别为富、贫流股的污染物浓度；m和b的大小取决于贫富流股的性质；ε为贫富流股之间的浓度组成差，本工作中取常数。本工作运用MEN 多级超结构模型（图1）建立NLP 模型。超结构的级数通常取贫、富流股中数目最大的个数。该模型包含了多种可供选择的结构性方案，形成了NLP 优化问题。该问题可以用LINGO 11.0 中的Global Solver 求解器求解，最后得到了年度总费用最低的MEN 结构。其中R1和R2表示富流股，S1和S2表示贫流股。图1 分级超结

化学反应工程与工艺 2020年2期2020-02-07
考虑间接换热额外换热温差的间歇过程储热集成
的，是不同时间段流股换热的桥梁。通过储热介质进行间接换热与只通过换热器进行的直接换热相比，可以克服冷、热流股的时间不一致性，增加节能机会[2]。间歇过程储热集成后，热流股首先将热量传递给储热介质并储存于储热单元中，然后再由储热介质将热量传递给冷流股。储热单元一般选择能够与流股逆流换热的多个恒温储罐或分层储罐[3]，且传热温差大、传热效率高。储热介质可以根据温度的需要选择热水或导热油[4]。目前，间歇过程热集成主要有两类方法：基于热力学概念的夹点分析法和基于

化工进展 2020年1期2020-01-15
低温甲醇洗吸收塔产出液再生过程模拟研究
程如图2 所示，流股114 为含硫甲醇富液，流股112 为不含硫甲醇富液，同为从低温甲醇洗吸收塔流出的甲醇富液。E201、E202 为液-液换热系统，冷却剂为低温丙烯，两股甲醇富液流经换热器冷却后，流股116 通过闪蒸塔D101 得到有效气流股117，流股115 通过闪蒸塔D102 得到有效气流股119，两股物流中H2S 物质的量分数均达1×10-3，未达到CO2产品气的回收要求，需经过MIX1 混合之后，将得到的流股122 继续返回低温甲醇洗吸收塔中进一

天然气化工—C1化学与化工 2019年3期2019-08-26
丁酸丁酯-苯体系精馏工艺模拟与优化
酸乙酯的混合物（流股1）总流量为10 kmol/h，丁酸丁酯、丁酸乙酯摩尔分数15%，苯85%，温度为 50 ℃，压力 0.2 MPa，精馏塔（B1）共有15块塔板，流股1的进料位置为第三块塔板，进料方式为“Above·Stage”，回流比为 5，常压操作，忽略压降。2 模拟结果优化2.1 进料位置对丁酸丁酯回收效果的影响对以流股1进料位置为自变量，流股3中的丁酸丁酯质量分数为因变量的函数作图，如图2，进料位置在2～8块塔板之间，丁酸丁酯回收效果最好，所以

浙江化工 2019年4期2019-05-13
低温甲醇洗H2S吸收塔和CO2吸收塔流程模拟
号、9号和13号流股为撕裂物流。(3)收敛顺序为C1101-C1203-C1202-C1201-E101-E102-F101。在确定了撕裂流股和收敛顺序后，经过不断的试算调整，最终实现了四塔串联的流程收敛。本文以换热器E201的进出流股组成为例，对收敛情况进行分析，见表3。表3 换热器E201流股组成从表3的结果可以看出，同一编号的流股，模拟数据和生产数据基本接近，只是CO2和H2的摩尔流量模拟数据和生产数据有差异。这是因为Aspen Plus软件在进行

山东化工 2019年8期2019-05-13
MVR与多效蒸发联用的有效能分析
图1所示。进料(流股1)经一效再沸器E1预热后，进入一效精馏塔T1，T1底液(流股2)经减压阀Y1减压、二效再沸器E2加热后，进入二效精馏塔T2，之后如此循环，最后由六效精馏塔T6塔底出料(流股5)，该物流即为脱水产物。其中一效再沸器热源由高压蒸汽提供，二效再沸器热源由一效精馏塔塔顶蒸汽(流股3)提供，纯水(流股7)提供各效精馏塔塔顶的液相回流，六效精馏塔的塔顶蒸汽(流股4)和各塔塔底再沸器蒸汽冷凝水(流股6)经处理排至界外。图1　乙二醇脱水工序原工况流程

节能技术 2018年3期2018-07-10
热泵精馏隔壁塔分离宽沸程物系的模拟
中间产品塔板采出流股的相态，从而得到不同类型的热泵精馏隔壁塔流程。宽沸程物系分离实例的模拟计算结果表明，该类流程在主塔气液相流量较大的情况下具有较高的节能效率。隔壁塔；热泵精馏；分离；模拟；优化引言热量耦合是降低精馏过程能耗的有效手段，隔壁塔作为一种完全热耦合精馏塔型，近年来受到普遍关注[1-4]。其一般形式是预分塔与主塔位于同一塔壳内，并通过中间隔板上下两端的气液相流股相连，只需一个冷凝器和一个再沸器即可实现多组分精馏过程。因此其热量利用较为集中，若将

化工学报 2017年5期2017-10-13
考虑生产排序的间歇过程换热网络综合与优化
过调整批间隔增加流股直接换热的可能性，减少设备闲置，得到3种不同的生产方案；针对每一个生产方案，采用启发式方法综合得到初始换热网络，并对该网络进行结构调优，提出渐进调优规则，在公用工程费用和设备费用间作权衡，减少换热器个数和流股分流，得到年度总费用最低且换热设备个数较少的换热网络，使其更符合实际应用；将3种生产方案对比，可以发现生产排序对换热网络的影响。最后将所提方法应用于实际算例，验证所提方法的可行性。间歇过程；换热网络；集成；优化；生产排序；系统工程K

化工进展 2017年4期2017-04-07
基于带权有向图的非清晰复杂精馏序列的合成方法
（2）序列中各个流股中各组分按照相对挥发度从大到小顺序排列；（3）序列中的各流股均为饱和液体流股；（4）各组分在每个精馏塔中的相对挥发度均视为常数。这4点假设在精馏系统合成问题中被广泛采用。若采用严格热力学方法，本文提出的方法同样适用于具有共沸等特性的非理想物系分离序列合成。2 组分的编码使用自然数对系统进料中的组分进行编码。将组元混合物中的各组分按照相对挥发度从大到小排列，形式为C1, C2, C3, …, C-1, C，即C1是最易挥发组分，C2次之，

化工学报 2016年12期2016-12-14
基于自适应竞争群优化算法的无分流换热网络综合
分，实现换热网络流股间的最佳换热匹配，能有效回收热量，减少能量的浪费。Linnhoff等[1]于1978年通过夹点分析法求解换热网络。经过多年的发展，1990年Yee等[2]提出了分级超结构概念，该概念的提出使得换热网络优化有了新的突破。近年来，如何有效求解换热网络综合，减少能量的消耗，一直都是研究的重点。换热网络存在连续和离散变量，Athier等[3]采用分层求解的方式来解决。以二次规划法求解NLP问题，再通过模拟退火算法对温度及热负荷等连续变量进行优化

化工学报 2016年11期2016-11-18
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
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

化工学报 2016年11期2016-11-18
Aspen Plus模拟软件在矿渣立磨系统工艺性能优化中的应用
.1流程的建立和流股的设置本文以CRM5633立磨配套的矿渣粉磨生产线为对象建立流程模型（见图1），MILL为一个自定义模型，包含了磨机、选粉机并兼有烘干功能，将其展开如图2所示。图1中包含立磨（MILL单元模型）、袋收尘器（FILTER单元模型）、系统排风机（FAN单元模型），与实际工艺流程相符。FEED为系统喂料流股，PRODUCT为产品流股，EXHAUST为废气流股，且所有流股都显示了温度、流率等信息，随计算结果的变化而变化。该流程模型图亦可作为数据

新世纪水泥导报 2016年3期2016-09-22
基于代码矩阵的精馏序列合成
塔分离编号和产品流股的采出位置等信息，因此，该合成法不仅能提供完整的精馏配置搜索空间，而且便于根据分离限制要求进行分离序列的筛选。文中给出该方法在乙二醇粗产品体系的应用，由VB计算共获得了8个三塔分离方案。结合Aspen模拟，得到总再沸器热负荷最小的三塔分离方案。精馏序列；代码矩阵；算法；模拟；优化；乙二醇引言在复杂精馏中，最优序列和最差序列的费用差距可达50%[1]。为了获得低能耗的分离方案，首先需构建能满足分离要求的全部精馏序列，即构建完整的精馏配置

化工学报 2015年7期2015-10-15
考虑温度约束的单杂质水网络优化
与用水无关的过程流股，将水网络中的水流股与其同时考虑热集成，可以使能量得到更合理的分配利用。在全过程系统能量集成的背景下，建立了对应的水网络优化方法。首先使用现有的废水直接回用水网络LP模型求解初始水网络并提取流股数据，然后在4条非等温混合规则的判断下，依次比较水网络流股与背景夹点、全过程夹点的关系，以排除不合理的非等温混合，最后以年总费用最低为目标进行全过程系统的热集成。使用本文提出的方法对某案例进行优化，得到的年总费用减少了6.27%，证明了该方法的可

化工学报 2015年7期2015-10-13
基于转运模型的功交换网络综合
程中，增压过程中流股会消耗功，而减压过程中流股会产生功。如果需要减压的流股压力足够高，它就可以被用来压缩需要增压的流股，故可以大幅度减少能源消耗以及操作成本。类比于换热网络，功交换网络是由所有需要减压的流股（功源）和需要加压的流股（功阱）组成的集成网络。尽管功相比于热来说更为昂贵，但鲜有功网络集成的研究。根据功交换设备能量传递方式的不同，功可以通过直接式功交换器或者间接式功交换器在两个流股之间进行交换。在间接回收设备中，能量分为两步进行交换：高压流股的压力

化工进展 2015年4期2015-08-19
合成气制天然气工艺的数值模拟
为脱水塔。001流股为脱硫后的合成气，分成两股，其中，002流股与循环气混合后进入第一甲烷化反应器T1，另外一股007流股与T1的反应气混合后进入第二甲烷化反应器T2，分流比等于002流股与007流股的流量之比。T1的反应气一部分作循环气，另外一部分与新鲜气混合进入T2，回流比等于006流股与008流股的流量之比。T2的反应气依次通过T3，T4，T5，确保CO和CO2充分反应［8］。经T6和T7两个脱水塔脱水后，可以使反应平衡右移，反应更充分。图1 简化的

石油化工 2015年8期2015-05-14
结晶器钢液流场的分析
从浸入水口喷出的流股并不完全充满整个出口截面，射流角并不等于水口的出口倾角，而是比水口倾角更向下些，而浸入水口的内径是影响水口充满率和射流角的主要因素。T.Honeyands[1]等研究了在薄板坯连铸过程中，浸入式水口结构参数对射流充满率及射流倾角的影响表明：在相同条件下，大内径水口射流出口后的喷射角比小内径水口的大。在相同水口长度下，小内径的水口喷出射流速度要明显大于大内径水口，但是，如果浸入式水口两侧孔总面积小于水口横截面积，使流股在出口处受到压缩，这

中国科技纵横 2014年3期2014-12-07
综合考虑泵的设备及运行费用的换热网络优化
综合研究中通常将流股给热系数作为常数来处理，但由于流股给热系数与流速及换热器的几何尺寸有着密切关系，这将会导致换热网络设计结果偏离实际工况，甚至不能设计施工。因此，换热网络综合中不仅要协调换热设备投资费用、换热设备个数和公用工程费用三者之间的关系，还需要对流股给热系数和压降同时进行优化。Polley等[7]首先提出了考虑压降的换热网络综合和换热器单体设备设计同时考虑的设计方法；Zhu和Nie等[8-9]基于夹点技术，考虑压降因素综合优化换热网络；Serna

化工进展 2014年3期2014-10-11
变角氧枪气体射流数值模拟
孔氧枪的每个氧气流股与其它氧气流股相融合之前，都保持着自由射流的特性。当各氧气流股开始融合后，流股间就存在相互间的动量交换，这种融合首先从射股边缘开始，逐渐向中心轴线发展，与此同时，单流股所具有的自由射流特性逐渐消失。如果多孔氧枪各流股在融合前与熔池液面相接触，氧枪操作更加平稳，有利于熔池搅拌［3，4］。多孔氧枪流股的融合除了与单个氧气流股射流特征有关外，主要取决于氧枪喷孔夹角。喷孔夹角过小，氧气流股将过早融合，射流与熔池液面接触时将与单个自由射流相似，不

华北理工大学学报(自然科学版) 2013年2期2013-06-15
低温甲醇洗装置设计工况全流程模拟
多个单元、近百个流股，系统工艺复杂，回路众多，使用通用模拟软件系统进行全流程模拟收敛十分困难，鉴于此，作者在认真分析了全流程工艺流程图的基础上，自主规定了断裂流股、收敛模块以及收敛顺序等，并修改了断裂流股收敛参数、收敛方法参数以及计算顺序收敛参数等，以确保低温甲醇洗系统全流程顺利收敛；并且由于过程单元模块模拟产生的误差在全流程模拟中逐级放大，对部分过程单元模型参数包括设备参数和操作条件也进行了适当修改，以保证模拟结果与设计数据尽量吻合。1 低温甲醇洗系统全

科技视界 2012年30期2012-08-16
氩气流量对REDA精炼钢液流动影响的数值模拟
表面后逸出，上升流股运动方向发生改变形成下降流股，并在浸渍管顶部形成一个涡流。下降流股与上升流股之间存在着干扰但对钢液的循环流动影响不大。下降流股在钢包内大部分空间以较分散的方式流向包底，对钢包底部冲击较轻，撞击之后的钢液沿包底向四周扩散，其中部分钢液汇入羽流区再次上浮，从而在钢包及真空室内部形成主循环区。同时在钢包的四个角部区域，钢液的流动速度较低，这些区域的流动还需改善。图4为沿Z轴方向不同高度下钢液流场截面图。图4(a)为距钢包底部0.2 m处流场横

华北理工大学学报(自然科学版) 2012年4期2012-06-15
丁醛精馏塔流程模拟与优化
果正丁醛精馏塔各流股组成模拟计算结果见表2。表2 正丁醛精馏塔各流股组成模拟计算结果正丁醛精馏塔塔顶和塔底负荷模拟计算结果见表3。表3 正丁醛精馏塔塔顶和塔底负荷模拟计算结果由于原流程塔顶蒸气冷凝后先经过一个闪蒸罐,然后再回流,而在Aspen-plus RADFRAC模块中没有闪蒸罐,因此塔顶气体和液体采出流股中小分子的组分含量模拟结果与设计值不一致。且此流股相对量比较小,对考察侧线采出流股、塔顶液体采出流股和塔釜采出流股影响较小。其他模拟结果与设计值基本

化工设计 2011年3期2011-12-08
混合冷凝器的计算
之间的距离，m（流股下落高度）；b — 水幕宽度（落水边长宽），m；δ — 下落时水幕厚度，m；水流动的初速度：式中：h—在溢水边上的液面高度，m（塔板上水层高度）；式中：η—流量系数，～ 0.63；式中：ωcp—水流动的平均速度，m/s；大气管直径和长度式中：ν—大气管内液体流速，m/s,一般0.5 ～ 0.6m/s大气管中液柱高度：式中：P0— 大气压力，Pa；P — 冷凝器内压力，Pa；d — 大气管直径，m；不凝性气体（空气）量，按下式确定：被真空

化工与医药工程 2011年2期2011-02-27

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