分壁精餾塔分離BTX開車過程的動態(tài)模擬

吳 昊，沈本賢，華 濤，邱 潔，凌 昊

（華東理工大學(xué) 化工學(xué)院 化學(xué)工程聯(lián)合國家重點實驗室，上海 200237）

化工過程強化是化學(xué)工程發(fā)展的重要趨勢之一［1-3］。分壁精餾塔（DWC）是典型的化工強化設(shè)備，能夠大幅降低精餾過程的能耗和設(shè)備投資。BASF公司在1985年將DWC用于工業(yè)生產(chǎn)［4-5］。該領(lǐng)域內(nèi)很多專利由BASF和Montz公司擁有［6-7］。Ruiz等［8］將精餾塔開車分為三個階段，Yasuoka等［9-12］發(fā)表了減少精餾塔開車時間的研究文章，Barolo等［13-14］提出并優(yōu)化了精餾塔的開車程序，Werle等［15］在2009年提出了多段分散加熱的開車方法。但關(guān)于DWC開車過程的模擬尚未有文獻提及。

苯、甲苯和二甲苯（BTX）是有機化學(xué)工業(yè)的重要原料，而它們主要來源于煤化工和石油化工，無論哪種路線，都需要通過精餾來獲得純芳烴產(chǎn)品。傳統(tǒng)芳烴分離采用兩塔流程，Ling等［16］對采用DWC代替兩塔流程進行了模擬，芳烴分離的DWC控制過程也被密切關(guān)注［17-20］。

本工作首先建立了DWC分離BTX中試裝置的穩(wěn)態(tài)和動態(tài)精餾模型，然后采用自編程序?qū)WC從熱態(tài)重置回冷態(tài)空塔狀態(tài)，并利用動態(tài)嚴格精餾模型的控制參數(shù)考察了控制回路的開車全過程。

1 中試裝置穩(wěn)態(tài)和動態(tài)模擬

1.1 穩(wěn)態(tài)模擬

為了在Aspen Dynamics模擬軟件中模擬DWC分離BTX工業(yè)原料中試裝置的開車過程，需要先在Aspen Plus中搭建該中試裝置的穩(wěn)態(tài)流程。所用BTX工業(yè)原料的組成及沸點如表1所示。進料流量65 kg/h，進料溫度358.15 K，壓力0.9 MPa。模擬過程中物性計算方法為Chao-Seader方法。規(guī)定塔頂產(chǎn)品中苯的質(zhì)量分數(shù)為0.999 5，側(cè)線產(chǎn)品中甲苯質(zhì)量分數(shù)為0.999 7，而塔釜產(chǎn)品中的重組分質(zhì)量分數(shù)為0.999 9。

表1 BTX工業(yè)原料組成及沸點Table 1 Composition and boiling point of feed components

DWC中試裝置的穩(wěn)態(tài)模擬流程如圖1所示。該流程已利用Ling等［16］提出的優(yōu)化方案進行優(yōu)化，圖1給出了優(yōu)化的操作變量和塔體參數(shù)。塔頂常壓操作（101.33 kPa）、塔頂溫度350 K，塔釜壓力166.17 kPa、溫度434 K。最優(yōu)的精餾段、側(cè)線段、提餾段及預(yù)分餾段的塔板數(shù)分別為17，46，25，46塊。最優(yōu)進料位置為預(yù)分餾段的第16塊板，最優(yōu)側(cè)線采出點為主塔第29塊板。分液比和分氣比的最優(yōu)值分別為0.24和0.44。開車初期，全塔處于冷態(tài)空塔狀態(tài)，此時塔內(nèi)沒有液體，只有空氣。為了模擬該狀態(tài)，需要在Aspen Plus穩(wěn)態(tài)模擬流程中加入空氣管路，向塔內(nèi)通入空氣?？諝鈴乃淄ㄈ?，通過塔頂回路排出。

圖1 DWC分離BTX工業(yè)原料中試裝置穩(wěn)態(tài)流程Fig.1 Divided wall column(DWC) pilot plant flow sheet at steady state.

1.2 動態(tài)模擬

在裝置連續(xù)平穩(wěn)運行的基礎(chǔ)上，加入了塔頂、側(cè)線、塔釜和預(yù)分餾段頂部組分控制回路。其中，塔頂組分控制回路通過塔頂產(chǎn)品采出量來控制塔頂產(chǎn)品中的苯含量；側(cè)線組分控制回路通過側(cè)線產(chǎn)品采出量實現(xiàn)對側(cè)線產(chǎn)品中甲苯含量的控制；塔釜組分控制回路通過調(diào)節(jié)塔釜產(chǎn)品采出量來控制塔釜產(chǎn)品中的甲苯含量；預(yù)分餾段頂部組分控制回路通過調(diào)節(jié)分液比來控制預(yù)分餾段頂部氣相中的重組分含量。各回路的調(diào)節(jié)使用Tyreus-Luyben方法。各組分控制回路參數(shù)如表2所示。

模擬開車過程之前需獲得自控回路的所有參數(shù)，即在裝置連續(xù)平穩(wěn)運行的基礎(chǔ)上添加塔頂、側(cè)線、塔釜和預(yù)分餾段頂部的組分控制回路。然后對各組分控制回路進行逐個調(diào)諧。調(diào)諧時需要逐個回路調(diào)諧，未調(diào)諧的回路保持手動模式，已調(diào)諧的回路改為自動模式。所有組分控制回路調(diào)諧結(jié)束后便可得到自控回路的設(shè)定值、比例增益值和積分值。

表2 組分控制回路參數(shù)Table 2 Composition control(CC) parameters using for conventional start-up

2 組分控制開車過程模擬

DWC可以通過手動調(diào)節(jié)或者自控回路控制實現(xiàn)平穩(wěn)開車。由于首次開車時自控回路的參數(shù)未知，無法使用自控回路進行開車，故DWC的首次開車通常使用手動開車。在首次開車成功，獲得自控回路參數(shù)后，后期的開車便可使用自動控制回路進行。根據(jù)自控回路被控變量的不同，可以將自控回路分為組分控制和溫度控制。以產(chǎn)品純度為被控變量，屬于直接控制，且較溫度控制的控制精度高，因此本工作對組分控制自動開車過程進行了考察，為后續(xù)溫度控制開車打好基礎(chǔ)。

2.1 冷態(tài)空塔過程

在冷態(tài)空塔狀態(tài)下添加組分控制回路。Aspen Dynamics模擬軟件中，冷態(tài)空塔狀態(tài)的切換需要通過執(zhí)行Empty task和手動清空管路液體來實現(xiàn)。執(zhí)行完上述操作后，還需要檢查冷凝器和再沸器的UA（熱傳遞系數(shù)和傳熱面積的乘積），確保整個清空過程結(jié)束后該值沒有發(fā)生變化。將裝置從穩(wěn)態(tài)連續(xù)運行切換到冷態(tài)空塔狀態(tài)后，便可進行后續(xù)的開車操作。

2.2 開車步驟

使用組分控制回路進行開車過程模擬的具體步驟如圖2所示。在動態(tài)模擬過程中所有控制回路參數(shù)均已得到，這些參數(shù)均可在開車過程使用。圖2中的開車步驟分為三個階段：1）在DWC的冷態(tài)空塔狀態(tài)下開啟進料，此時所有組分控制回路均設(shè)定為手動模式，當(dāng)塔釜液位大于穩(wěn)態(tài)連續(xù)平穩(wěn)運行值時進入下一階段；2）將所有組分控制回路投用自動模式，各控制回路開始工作；3）塔頂、側(cè)線和塔釜產(chǎn)品純度合格且各個塔板上的組成和溫度不再發(fā)生變化時，開始連續(xù)生產(chǎn)。

圖2 使用組分控制回路進行開車模擬的步驟Fig.2 Conventional start-up procedure by using composition control structure.

2.3 開車過程考察

2.3.1 全塔特征點溫度變化趨勢

在開車過程中，各塔板上的溫度會發(fā)生明顯的變化，為了更加直觀地理解開車過程的動態(tài)特性，在精餾段、提餾段、預(yù)分餾段和側(cè)線段選取了特征溫度點，并對特征點溫度在開車過程中的變化趨勢進行了考察，結(jié)果如圖3所示。

圖3 組分控制開車過程中特征點溫度的變化趨勢Fig.3 Temperature trends of sample points by using CC start-up.TR：temperature of reboiler；TP23：temperature of 23rd plate in prefractionator；TM23：temperature of 23rd plate in main column；TP5：temperature of 5th plate in prefractionator；TM2：temperature of 2nd plate in main column；TM41：temperature of 41st plate in main column.

在精餾段中，第一塊塔板的溫度變化趨勢能夠最直接地反映塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量；提餾段中最后一塊塔板的溫度能夠直接反映塔釜產(chǎn)品的純度；而在預(yù)分餾段和側(cè)線段中，為了確保所選的特征點能夠有效代表兩段溫度的變化趨勢，在預(yù)分餾段和側(cè)線段的頂部和底部對稱選取了特征點。按照上述原則，精餾段的特征溫度點為TM2，提餾段的特征溫度點為再沸器溫度TR，預(yù)分餾段的特征溫度點為TP5和TP23，側(cè)線段的特征溫度點為TM23和TM41。從圖3可看出，在開車的前6 h內(nèi)TR處于持續(xù)升溫狀態(tài)，在8 h左右系統(tǒng)達到了“亞平衡”狀態(tài)，這一階段主要受塔釜加熱控制回路影響最大；在8～17 h特征點溫度發(fā)生了一定程度的波動，導(dǎo)致波動的主要原因是塔釜的再沸器負荷發(fā)生了波動；在17 h之后系統(tǒng)內(nèi)各控制回路均已穩(wěn)定，各產(chǎn)品純度達到控制要求。從圖3還可看出，在開車2 h附近側(cè)線段的溫度TM23和TM41比預(yù)分餾段的TP5和TP23先行升高（同側(cè)的溫度點，下方的升溫早于上方）。這是因為側(cè)線段此時沒有液體通過；而預(yù)分餾段由于進料處于開啟狀態(tài)，塔板上有一定的持液量，蒸汽在上升過程中先要與液相進行傳熱傳質(zhì)，導(dǎo)致側(cè)線段的蒸氣上升速度快于預(yù)分餾段。此外，側(cè)線段蒸氣進入精餾段后導(dǎo)致精餾段塔頂溫度升高，而此時預(yù)分餾段的TP5和TP23還沒有開始升高。

2.3.2 全塔溫度變化趨勢

為了進一步了解開車過程中塔內(nèi)溫度的變化情況，對1.5，5，20 h時的全塔溫度分布進行了考察，結(jié)果如圖4所示。

圖4 組分控制開車不同時間點的預(yù)分餾段溫度分布（a）和主塔溫度分布（b）Fig.4 Temperature profiles of prefractionator(a) and main column(b) during CC start-up.

從圖4可看出，1.5 h時，預(yù)分餾段溫度基本呈一直線，溫度在進料溫度附近，此時塔釜液相氣化產(chǎn)生的氣體剛上升到主塔第80塊板附近，故塔內(nèi)其他塔板的溫度在此時并沒有受到塔釜產(chǎn)生的上升氣體的影響。5 h時，全塔仍處于不穩(wěn)定狀態(tài)，從塔板組成可知，此時塔頂、側(cè)線和塔釜的產(chǎn)品純度均沒有合格；塔釜液相中甲苯含量高于穩(wěn)態(tài)連續(xù)平穩(wěn)運行值，使得重組分含量相對偏低，導(dǎo)致塔釜溫度較平穩(wěn)運行值低。隨著開車過程的進行，20 h時塔頂、側(cè)線和塔釜產(chǎn)品純度合格，全塔溫度、組成等過程變量不再發(fā)生變化；此時預(yù)分餾段各板溫度均比5 h時低，體現(xiàn)在溫度分布上就是比5 h時整體左移。而在主塔中，5 h和20 h的側(cè)線段溫度分布差異較小，精餾段和提餾段的溫度分布差異較大；此外，20 h的精餾段溫度比5 h時低，而提餾段溫度比5 h時高，說明塔頂和塔釜中的甲苯含量在5 h時比設(shè)定值高。

2.3.3 產(chǎn)品純度變化

塔頂、側(cè)線和塔釜產(chǎn)品是否合格是判斷開車成功的重要指標(biāo)，選取塔頂、側(cè)線、塔釜、預(yù)分餾段底部和側(cè)線段底部為特征點，考察上述塔板組成在組分控制開車過程中的變化趨勢，結(jié)果如圖5所示。

圖5 組分控制開車過程中塔頂（a）、側(cè)線（b）、塔釜（c）、預(yù)分餾段底部（d）和側(cè)線段底部（e）組成變化趨勢Fig.5 Composition trends of top product(a)，side product(b)，bottom product(c)，bottom of prefractionator(d) and bottom of side stream section(e) during CC start-up.

從圖5可知，塔頂、側(cè)線、塔釜、預(yù)分餾段底部和側(cè)線段底部的組成在組分控制的開車過程前段（約1 h）存在一段“穩(wěn)定期”，這是因為液相回流還沒有到達這些塔板，各塔板上的組成為進料結(jié)束后的值。以塔頂組成變化趨勢（圖5a）為例進行分析，1.58 h時塔釜液相加熱產(chǎn)生的氣體進入冷凝器，隨后產(chǎn)生液相回流；在2.5 h到4.9 h之間，塔頂產(chǎn)品純度為0.999 9，超過了設(shè)定值0.999 5，此時的塔頂采出量為塔頂組成控制回路的操作變量上限值10 kg/h；隨著塔頂產(chǎn)品采出量的增加以及塔內(nèi)的不規(guī)律波動（未到達連續(xù)平穩(wěn)運行狀態(tài)前塔內(nèi)處在動態(tài)波動過程中），塔頂產(chǎn)品中的苯含量在5 h左右突然降低，但在塔頂組成控制回路的控制下，塔頂產(chǎn)品純度能夠逐漸回到穩(wěn)定值。

2.3.4 開車結(jié)束后全塔的組成分布

考察了組分控制回路開車結(jié)束時全塔的組成分布，結(jié)果如圖6所示。

圖6 開車結(jié)束時預(yù)分餾段塔板（a）和主塔塔板（b）組成分布Fig.6 Composition profile of prefractionator(a) and main column(b) at the end of CC start-up.

從圖6可知，開車過程結(jié)束時全塔的組成分布與穩(wěn)態(tài)全塔組成分布吻合度非常高。這種高吻合度表明利用組分控制執(zhí)行開車過程是可行的；也證明組分控制開車模擬策略、控制方案和控制器參數(shù)是正確的，模擬效果良好。

3 結(jié)論

1）在Aspen Dynamics軟件中建立了DWC的組分控制開車模擬方法，此方法可以很好地模擬DWC的開車過程。

2）采用組分控制回路進行開車需要經(jīng)歷三個階段：再沸器加熱控制回路主導(dǎo)階段、分液比控制回路主導(dǎo)階段和系統(tǒng)自平衡階段，在最后階段產(chǎn)品純度逐漸逼近設(shè)定值。

3） 組分控制開車過程結(jié)束時全塔的組成分布與穩(wěn)態(tài)連續(xù)平穩(wěn)運行時的全塔組成分布吻合度非常高，表明利用組分控制執(zhí)行開車過程可行，也證明組分控制開車模擬策略、控制方案和控制器參數(shù)正確，模擬效果良好。

［1］ Huang Kejin，Wang Sanjang，Shan Lan，et al. Seeking synergistic effect—A key principle in process intensi fi cation［J］.Sep Purif Technol，2007，57（1）：111-120.

［2］ Harmsen J. Process intensi fi cation in the petrochemicals industry：Drivers and hurdles for commercial implementation［J］.Chem Eng Process，2010，49（1）：70-73.

［3］ Yildirim ?mer，Kiss A A，Kenig E Y. Dividing wall columns in chemical process industry：A review on current activities［J］.Sep Purif Technol，2011，80（3）：403-417.

［4］ Kaibel G. Distillation columns with vertical partitions［J］.Chem Eng Technol，1987，10：92-98.

［5］ Parkinson G. Dividing-wall columns find greater appeal［J］.Chem Eng Progress，2007，103（5）：8-11.

［6］ Dejanovi? I，Matija?evi? Lj，Oluji? ?. Dividing wall column—A breakthough towards sustainable distilling［J］.Chem Eng Process，2010，49（6）：559-580.

［7］ Kiss A A，Bildea C S. A control perspective on process intensification in dividing-wall columns［J］.Chem Eng Process，2011，50（3）：281-292.

［8］ Ruiz C A，Cameron I T，Gani R. A generalized dynamic model for distillation columns—Ⅲ. Study of startup operations［J］.Anal Biochem，1988，12（1）：1-14.

［9］ Yasuoka H，Nakanishi E，Kunigita E. Design of an on-line startup system for distillation column based on a simple algorithm［J］.Int Chem Eng，1987，27：466-472.

［10］ Kruse C，F(xiàn)ieg G，Wozny G. A new time-optimal strategy for column startup and product changeover［J］.J Process Control，1996，6（2/3）：187-193.

［11］ Wozny G，Li P. Optimisation and experimental verification of startup policies for distillation columns［J］.Comput Chem Eng，2004，10（1）：493-498.

［12］ Fieg G. Design and analysis of an integral startup system for distillation columns［J］.Chem Eng Res Des，2005，83（5）：445-451.

［13］ Barolo M，Guarise G B，Rienzi S，et al. On-line startup of a distillation column using generic model control［J］.Comput Chem Eng，1993，17（1）：S349-S354.

［14］ Ganguly S，Saraf D N. Startup of a distillation column using nonlinear analytical model predictive control［J］.Ind Eng Chem Res，1993，32（8）：1667-1675.

［15］ Werle L O，Marangoni C，Steinmacher F R，et al. Application of a new startup procedure using distributed heating along distillation column［J］.Chem Eng Process，2009，48（11/12）：1487-1494.

［16］ Ling H，Luyben W L. New control structure for divided-wall columns［J］.Ind Eng Chem Res，2009，48（13）：6034-6049.

［17］ Gupta R，Kaistha N. Role of non-linear effects in benzenetoluene-xylene dividing wall column control system design［J］.Ind Eng Chem Res，2015，54（38）：9407-9420.

［18］ Yuan Yang，Huang Kejin，Chen Haisheng，et al. Asymmetrical temperature control of a BTX dividing-wall distillation column［J］.Chem Eng Res Des，2017，123：84-98.

［19］ Dohare R K，Singh K，Kumar R. Modeling and model predictive control of dividing wall column for separation of benzene-toluene-xylene［J］.Syst Sci Control Eng，2015，3（1）：142-153.

［20］ Kim Y H. Energy savings in the benzene-toluene-xylene separation process using an extended divided-wall column［J］.Chem Eng Technol，2016，39（12）：2312-2322.