автореферат диссертации по химической технологии, 05.17.08, диссертация на тему:Моделирование и оптимизация материальных потоков между реакторными элементами комплекса по переработке продуктов пиролиза бетона

ШбПООЬПЬ ЫЬООвЦПВЛ Ы9№П005П свьвовозп ЭОООХд&ддЗОРП nnbQÎo joff^ol- г'о

вЖдбэdoô воььою - хдзмоаюь вапдбовзо

ддроообпЬ дgJ50Q6Qlôa<i jоброро^оЬ bötiobönt ■ QolùômgQdQQn QobQfyôunnb

ôSenrt080riô@О ( IffbsQ )

eîoijobo 1992

г>.*чЪ "5.10'j" иЬг.^пЬо Oû^ùS-icîg.-jîjoli 5

АКАДЕМИЯ НАУК АЗЕРБАЙДЖАНА

ИНСТИТУТ ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ПРОБЛЕМ ХИМИЧЕСКОЙ ТЕХНОЛОГИИ ИМ. М. Ф. НАГИЕВА

На правах рукописи Для служебного пользования Экз. №

60

ЗЕИНАЛОВ НАМИК ЗЕИНАЛ ОГЛЫ

МОДЕЛИРОВАНИЕ И ОПТИМИЗАЦИЯ МАТЕРИАЛЬНЫХ ПОТОКОВ МЕЖДУ РЕАКТОРНЫМИ ЭЛЕМЕНТАМИ КОМПЛЕКСА ПО ПЕРЕРАБОТКЕ ПРОДУКТОВ ПИРОЛИЗА БЕНЗИНА

05.17.08 — Процессы и аппараты химической технологии

АВТОРЕФЕРАТ

диссертации на соискание ученой степени кандидата технических наук

Баку — 1991

Работа выполнена в Институте теоретических проблем химической технологии АЫ Азербайджана.

Научный руководитель:

член-корреспондепт АН Азербайджана, д.т.н., профессор А. М. Алиев

Официальные оппоненты:

доктор технических наук Г. И. Келбалиез кандидат технических наук, доцент Ф. М. Агаев

Ведущая организация — ИНХП АН Азербайджана.

Защита состоится « » ¿¡//(уг?/?^ 1592 г. в /<? часов на

заседании специализированного совета Д 004.09.01 при Институте теоретических проблем химической технологии АН Азербайджана по адресу: 370143, Баку—143, пр. Азизбекова, 29.

С диссертацией можно ознакомиться в библиотеке ИТПХТ АН Азербайджана.

Автореферат разослан _ 1991 г.

Ученый секретарь Специализированного Совета, кандидат химических наук

КАСУМОВА

ОБЩАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА РАБОТЫ

Актуальность работы. Создание крупных производственных комбинатов с полной переработкой сырья является основной отличительной особенностью современного ускоренного развития химической и нефтехимической промышленности. Такие химические производства, как правило, состоят из большого числа технологических процессов, связанных между собой различными материальными и энергетическими потоками.

Задача оптимального проектирования сложных химико-технологических комплексов (ХТК) и оптимального управления ими состоит не только в том,чтобы определить и реализовать оптимальные режимы для каждого процесса в отдельности, но и в том, чтобы установить между смежными технологическими звеньями комплекса такое согласование материальных и энергетических потоков, которое при наиболее экономном использовании сырьевых и энергетических ресурсов обеспечивает оптимальную работу комплекса в целом.

Однако существующие математические методы и ограниченность оперативной памяти ЭВМ не всегда позволяют решать задачи оптимального проектирования и управления сложными ХТК при традиционном одноуровневом подходе к их рассмотрению.

Поэтому для решения указанных задач в настоящее время применяется декомпозиционный трёхуровневый метод моделирования и оп тимизации сложных химико - технологических комплексов. Основным недостатком этого метода является то, что на уровне глобальной оптимизации химические процессы рассматриваются в виде "чёрных ящиков" с фиксированными степенями превращения, что значительно снижает эффективность метода. Метод не позволяет определить оптимальные значения потоков всех веществ в широком диапазоне варьирования технологических параметров.

В этой связи актуальность диссертационной работы посвященной усовершенствованию трехуровневого метода декомпозиционной оптимизации с целью определения оптимально согласованных значений всех материальных потоков в широком диапазоне варьирования режимных параметров не вызывает никаких сомнений.

Цель работы. Настоящая работа посвящена.усовершенствованию трёхуровневого метода декомпозиционного оптимального проектирования химико - технологических комплексов, с целью повышения эф-

фективности функциошфования химических систем, и применения его для синтеза оптимальной структуры технологической схемы по переработке фр. С2 - С5 газов пиролиза бензина.

Научная новизна. Разработан эффективный трехуровневый метод декомпозиционной оптимизации для стадии проектирования химико -технологических комплексов на основе использования полных стационарных кинетических моделей химических процессов на уровне глобальной оптимизации.

Практическая ценность. Разработан общий эффективный декомпозиционный метод оптимального проектирования сложных комплексов химической, нефтехимической и нефтеперерабатывающей промышленности. Работоспособность разработанного метода проверена на примере синтеза оптимальной структуры технологической схемы по переработке фр. Сг- С5 газов пиролиза бензина. Создана общая методика решения задачи ДГ оптимизации сложных ХТС путем комплексного применения методов нелинейного и динамического програмирова-ния, и по ним разработанны алгоритмы расчета сложных химических комплексов.

Апробация работы.Основные положения диссертационной работы обсуждены на III Республиканской конференции молодых ученых -химиков, посвященной 80 -летию академика Ы. Ф. Нагиева (г. Баку, 1988 г.) и на конференции аспирантов АН Азербайджана (г. Баку, 1991 г.).

Публикации.По материалам диссертации опубликованы две печатные работы. '

Объём и структура работы. Диссертация изложена на 135 печатной странице, состоит из введения, 3 глав, выводов, списка литературы, включающего 124 названия и приложения, содержит 6 рисунков и 7 таблиц.

Первая глава посвящена обзору современного состояния проблем системного исследования ХТС„ вопросам декомпозиции существующих ХТС, анализу литературных материалов по моделированию процесса пиролиза бензина и формулировке предлагаемой методики глобальной оптимизации сложного комплекса.

Во второй главе приводятся кинетические модели рассматриваемых процессов, дан синтез химико - технологического комплекса и постановка задачи декомпозиционно - глобальной оптимизации. В третьей главе ва примере II производств составлена оптимальная

структура комплекса, выбран экономический критерий глобальной оптимизации и решена задача оптимизации. Полученные' результаты сведены в таблицу.

В приложении приведены распечатки программ по расчётам математических моделей отдельных процессов и комплекса в целом.

ОСНОВНОЕ СОДЕРЖАНИЕ РАБОТЫ

Математические модели реакторных элементов комплекса по переработке фр. С2 - С5 пиролиза бензина

Современный химический комбинат характеризуется большим количеством сопряжённо функционирующих агрегатов. Оптимизацию такого комплекса можно осуществить на базе общей математической модели комплекса в целом. Если учесть особенности всех процессов, имеющих место в ХТК, и всевозможные связи между его элементами, то модель комплекса при большом числе установок или регионов будет представлять собой достаточно сложную систему. Поэтому для оптимизации ХТК требуются разработать соответствующие декомпозиционные методы, позволяющие решать многомерную задачу, разбивая ее на несколько подзадач с меньшими размерностями.

Одним из таких методов является разбиение задачи оптимизации ХТК на три части: I) оптимизация всего комплекса до входным и выходным данным каждого региона - декомпозиционная глобальная оптимизация (ДГ -оптимизация); 2Оптимизация отдельных установок или регионов по входным или выходным данным отдельных аппаратов - региональная оптимизация (Р -оптимизация) и 3) оптимизация каждого агрегата региона -локальная оптимизация (Л-оптимизация).

Задача считается решенной, если произведена соответствующая увязка всех трёх этапов между собой.

Однако, этот метод имеет существенный недостаток, который рассматривает регион,на этапе ДГ -оптимизации, как "чёрный ящик". В предлагаемой усовершенствованной методике математическая модель ХТК,на уровне глобальной оптимизации,составляется на основе полных кинетических моделей химических процессов, вместо зафиксированных степеней превращения ключевых компонентов, что позволяет определить оптимальные значения потоков всех веществ и варьировать технологические параметры процессов при оптимизации в широ-

ком диапазоне. Кроме того использование кинетических моделей, на стадии глобальной оптимизации, позволяет определить оптимальные значения материальных потоков с определенными запасами объемов катализаторов из - за неучета диффузионных осложнений и реальной гидродинамической обстановки в реакторах.

В рассматриваемый сложный ХТК по переработке продуктов пиролиза бензина включены одинадцать химических производств. Кинетические модели соответствующих процессов приведены ниже.

Кинетическая модель процесса пиролиза бензина, учитывающая качество сырья это система из 14 дифференциальных уравнений выраженная весовыми концентрациями представляет собой кинетическую модель процесса пиролиза бензиновых фракций:

' а 14 й в, 14С <г _

-2-*- -^Ко/Ш(-Е,/КГГР(*1 / I ^Г1) 3 -1.Т (I) и< (=1 1 {«1 * В таблице I приведены весовые стехиометрические коэффициен-

ентн, значения энергии активации и предэкспоненциальные множите-тели процессе пиролиза бензина прямой перегонки на Новополоцком химическом комбинате.

Кинетическая модель даёт возможность учитывать такие режимные параметры как состав и расход сырья, при расчете материального баланса,для целей оптимального управления исследуемым процессом.

Таблица I

» реакции } Предекспо- нёнциалышй множитель Энергия активации . Весовые стехиометрические коэффициенты

Т/М3*ЧАС"аТ V Дх/моль Л * У

I о.зо'Ю14 0,20'Ю 25,12-10 0,01 0,18 0,43 0,08 0,19 0,06 0,05

2* 25,12-10 0.01 0,21 0,29 0,08 0,25 0,08 0,08

3 0,30'Ю13. 23,02-10 0,01 0,27 0,17 0,03 0,30 0,03 0.19

4 0,30-Ю16 29,31-10 0,01 0,18 0,22 0,06 0,13 0,07 0,04 0,29

5 о.зо-ю12 27,21-10 0,80 0,20

6 0,58-Ю8 16,75-10 0,25 0,55 0,20

7 0,40'Ю9 16,75-10 0,40 0,60

Процессы синтеза дивинила и изопрена осуществляются дегидрированием соответствующих олефиновых углеводородов в присутствии водяного пара в адиабатических реакторах с неподвижным слоем катализатора ИМ-2204 с короткими "циклами (реакция - регенерация).

Так как известно,что олефиновая фракция,-подаваемая на дегидрирование содержит все три изомера олефина, то и модель включает кинетику дегидрирования каждого изомера:

К.г А,(1-Х.)пп1 п1Г X2 Р •,

Г1=ТГI—-Ч *р I1--1 • (2)

{ АД 1+х+М -I I- А1(1+Х+М)(1-Х,)Кр^

где Р - общее текущее давление смеси, атм; М - степень разбавления сырья водяным паром, моль/моль; X - общая конверсия превращения изомеров олефша в диен, равная:

X = Е А{Х, (3)

Общая скорость образования1диоле$ина с учётом его разложения на побочные продукты представляется в вида:

г-дг. ГА,(1"Х,)1И,тП1Г1 ' 1

8 »=1 1+Х+М I- А((1+Х+М)(1-Х{)К_,Л

• — КЛХЗ)"2 Г---(4)

4 ь 1+х+М л

Константы для полной математической модели процессов дегидрирования бутиленов и изоамиленов представлены соответственно в таблицах 2.3 и 2.4 (в диссертационной работе).

Для математического описания кинетики процесса дегидрирования н-бутана в бутилен была предложена система из двух уравнений вида:

г,-К1\н1о'<Р/(1+К--Р°А) (5)

г„=

Здесь г1 - скорость образования бутилена г2 - скорость разложения бутилена • ф - критерий обратимости, учитывающий вклад обратной реакции

2= Ус1Вв (6)

Ф - 1- Рн- Рс / К Р. (7)

а 4 8 р 4-1 о •

Кр- константа равновесия • '

Кр- 30500/4,575'Т +7,574 (8)

Рп « »Р^ и - парциальные давления бутана и бутилена 4Ю те

Константы кинетической модели промышленного процесса дегидриро-рирования н-бутана в бутилен

V Ко{ЕХГ<е{/вт> Таблица 2

Ег Ез 1п К° 1п К£ ДпК°

кал кол кал Предокспоненциалышо множите-

моль моль моль ли

33000 31200 11100 18,11 13,02 -2,86

Кинетическая модель процесса дегидрирования изобутана в изо-бутилен.

г,-К,

Г2"К1

4 к,

1-а г Т+а

а Р

а(1 -а)с

" кз Ш р

где К,,Кг.К3 - константы скоростей реакций

. _ К,=К10ЕХР(-Е{/КТ)

Е - энергия активаций реакций I, 2, 3; Р - давление в системе, атм.; Б - селективность, моя.доля; а - конверсия, мел.доля; а^ содержание изобутана в сырье, мол.доля; п - показатель степени.

(9)

Таблица 3

Е2 Ез 1п К° 1п К| 1п К°

кал кал кал предокспонвнциальные мноките-

моль моль • ■ моль ли

83274 53967 29903 14,6288 24,0193 • 10,6399

Кинетическая модель процесса дегидрирования изопентана в изо-амилен. Как известно из литературы наилучшие результаты в смысле выбранного критерия даёт модель с последовательным механизмом образования побочных продуктов: • •

(IX, Кв рс-н.-

1 в 5 \г---7 (10)

(1(Я/Р) (1+Ьс „ Рс „ )2

5 10 5 10

----РТ-УсН .(П>

«!(»/?) (1+Ъ. _ рс н )2 5 1 о

5 10 5 10

где зависимость кинетических констант от температуры выражается формулами: константа скорости дегидрирования

К = ЕХР(17,0 --29800_^ - кг ^ {12)

а 1,987 Т кат ча? а™

константа абсорбционного равновесия

Ь„ „ - ЕХР(-3.1+ —) атм"! (13)

5 ю 1,987 Т

константа скорости каталитического разложения изопентана

К» ЕШ14.0 - -а280° ), кг ^час атм <14>

•п ^ 1>987 т кгкат чао атм

Кинетические уравнения, полученные нз базе постулированной схемы химических реакций, описывают скоростя этих реакций. Образования этилбензола и диэтилбензола могут быть представлены следующими уравнениями:

ш

1 - кАСо°з- V 2Кз°кСоСа- 2Клс?ск <15>

Ш2 " К2СкС1С3+ 2Кэскс,с2" 2к*с?ск ' <16>

где Ск,Со,С1,С2,С3-концентрация катализатора, бензола, эталбен-зала, полиалкилбензола и этилена, соответственно.

Кинетика окисления этилбензола в диапазоне температур 130 -•166 °С удовлетворительно Описывается следующей системой уравнений:

йт

сП:

йт л «11

[ЭБ1 «-(К,+ К2+ К3)1ЭБ1 (ГП) - К,-(КД +К5)1ГП1 1АЦФ1» К2 *• К/ГП] (МФК)» КЛИП

где.ОБ) [ГП] 1АЦФ1 и [МФК] - концентрации этилбензола, гидроперекиси, ацетофенона, метилфенилкарбинола соответственно [моль/л]. Кинетические константы зависят от температуры следующим образом: К,=5,704361 ЕХР(-14545/НТ) Кг=0,08510 (1пу Т) К3=0,Б920(1П7 Т) Кд=3,147612 • Ю1 бЕХР (-32Э50/НГ) К5=0,2928' ЕХЗ> (-32250/ЙТ)

Приведенная система кинетических уравнений соответствует схеме процесса окисления этилбензола, не учитывающей доокисления МФК в А1№, и справедлива только для случая проведения процесса с конверсией этилбензола < 10 X, когда концентрация МФК в реакционной смеси низка.

В диапазоне температур 90 - 130 °С кинетические закономерности реакции апоксидарования пропилена ГПЭБ описываются следующей системой уравнений:

\ К.ЛГШ+КЛП)

.-5[ГП]=(К, (1саг],+К, 1ка41_>1ГП]—1-!-2-

(1т 1112 1-»к,«,[ГП]

«Л

10П]-{К,(кагь+К.1каг]_>[ГП1

4111 КЛШ

Г"Г

ьх^ши

- К1тСкаг]о[0Ш{[ГП]о-[ГШ>

—(каЪ),= К-1каИ,

<1г 1 а** 2 * 1

(18)

где [ГП),[0П],[Ш,[каг]- концентрация гидроперекиси этилбензола.

окиси пропилена, пропилена и катализатора соответственно моль/л Кинетические константы зависят от температуры следующим образом: ^ ^ -1

К,= 6 ЕХР(-1750/Т) • .

К.'=20,2 ЕХР(-17Б0/Т) ' 5

К.^,38'10 ЕХР(-3000/Т)

1 1 7

Кг=5,7-10 ЕХР(Б200/Т) КП1=НЗ ехр(-7990/Т>

К.=2,15 10 ехр(8070/Т)

4 9

К5=0,67-Ю ехр(7560/Т)

мин

мин"1

м3/моль

м3/моль м3/моль

мин мин"

мб моль"2

При исследовании кинетики дегидротации. МФК в качестве катализатора использовали 7 ■ -оксид алюминия марки А-1. Основным продуктом превращения МФК на 7-Л1г03 является стирол, а побочными - этилбензол, АЦФ и дифенилдиэтиловый эфир.

Кинетика превращения МФК описывается системой уравнений:

йт йх йг с1т

(МФК]= -(К,+ Кг4- К3}[МФК3 [ДФДЭ)= 0,5 К, [МФК)" К/ДФДЭ1 [СТ]= К2[МФК) + К4[ДФЛЭ1 САЩН= 0,5 К3ШФК] + К4(ДФДЭ1

(19)

—£ЭБ) = 0,5 КЛЫФК]

Кинетические константы зависят от температуры следующим образом:

К,= 28,16 ЕХР(-5800/НТ)

Кг=6,65 Ю1бЕХР(-79500/га) К3=0,1273(1пу Г)

К4=13,979 105ЕХР(-20900Л1Т) '

. Для описания закономерностей гидрирования в исследованном ■интервале температур 145 - 195 °С, давлений 1,0 - 4,0 МПа.и концентраций катализатора 0-50 г/л была принята следующая система кинетических уравнений:

, К?*1АЩ>]

(11

1 +

-1ШЬ (11

КрГАЦФ!

1 +

Кр1АЦф1

— К|*1НФК1

—[ЭБ1» К?Ф(МФК1

(11

Кинетические констант в представленной модели зависят от температур« следующим образом:

К^-5,5945 СкатР1,5ПБА)оехр(-3880/Т)

•^-1,0386 Ю,гСквт ехр(-13060/Т)

Кр -1,2065 Югвхр(2820/Т)

ГГБА1 - 1/<1+8(БА1 )

где 1АЦф]. 1МФК1, 1ЭБ1 -концентрации вцетофенона, метшфенилкар-бинола, атилбензола соответственно, кмоль/л Скат ~ концентрация катализатора, кг/м3 Р - парциальное давление водорода, МПа 1БА1 -Концентрация бензальдегида, X масс

Структурная схема и математическая модель комплекса по переработке фр. С2- С5 продуктов пиролиза бензина.

Для решения задачи оптимального проектирования сложной системы по переработке продуктов пиролиза бензина, разработана структурная схема комплекса. На основании разработанной структурной схема сложного ХТК, которая представлена на рис.1, выведены уравнения связи для узлов смешения и разделения. На рисунке 1 введены следующие обозначения: 1,2,3,4,5,6,7,8,9,10 -реактора: окиления ЭБ.эпоксидарованяя пропилена, дегидротоцси МФК, гидрирования А1№, Алкилирования бензола, дегидрирования: н-бутана, бутилена, изобутана, изопентаяа и изоамилена соответст-ветствэнно. ГФУ - газофракционирушая установка, см - смесители, 3 -отстойники. пик ~ начальные загрузки в узлы смешения кмоль/час

п{гдГ потоки из Узлов смешения в реактора кмоль/час потоки из реакторов на разделение кмоль/час • рециклсгее штоки кмоль/час

п. •

1г.!

Ряс -

1 Структурная схема с лежкого ХТК

n

n' ,, П" . - побочные потоки кноль/чвс

ГГ4 i rj

nj - вспомогательные потоки кмоль/час П(рА - штоки готовых продуктов кмоль/час Уравнения связи для узла алкилирования бензола этиленом:

tros = П105 \hoS + П(г5 (21)

П1г5= °'2 П»г5 (22)

ЩгЬ " О'02 0«^ (23)

П(5, = "irS -n"tr5 "nir5 <24)

Для узла окисления этилбензола в гидроперекись ЭБ

пу = 0,12 . n¿= 0,13 (25)

níroi = П301 + Щ- ni5, * nJr« + пв <26>

■ »¡г, = 0»23 п,г) • (27)

njr1 = 0,06 п(г1 (28)

Для узла эпоксидарования пропилена

и;; = 0,08 п401= 0,14 (29)

п50, = 0,04 njr2= 0,26 п{г2 (30)

nip2 = 22,38 п(г2 (31)

nir12= ntia + П401 + *50, + П9 + П1г2 . ' (32>

Для узла дегидротации метилфенилкарбииола в стирол

nir3 = °'15 п(гз «33>

• ntp3 - °'9 П1гЗ <34>

П(Г4 = °'77 П1г4 <35>

П(г23= Чг4 + П<гЗ + П123 <36>

Для узла гидрирования ацетофенона в метилфенилкарбинол

nt34 = П<гЗ " П1гЗ - ntp3 <37>

П1Г4 = °'11 П(г4 (38>

n'in = °'22 П<г4 "ÍO = O'09 <39>

П1Г34= П(34 + "ÍO + nip3 + П1г« <40>

Для узла дегидрирования н-бутанов в бутилены

ntr06= "70! + nir6 t4I)

nír6 = °>18 П{'гб <42>

П(С9 = П(г6 " nír6 - П(г6 ' <43>

njr6 = 0,145 ntr6 (44)'

Для узла дегидрирования бутиленов в дивинил

П1г69= П<69 + П1г9 •• ' " «Б>

■ nírg = 0,21 ntpg • (46)

. niP9 = <ntro - njr9 - nír9) + n1Qp ' • (47)

ntr9 = °'17 ntr-9 • ' <48>

Для узле дегидрирования изобутана в изобутилен

ner07= "soi + <49)

njp7 = 0.21 ntp7 (50)

ntp7 * nir7 - П<г7 - nCr7 <5I>

n;r7 =0.168 n(r7 (52)

Для узла дегидрирования изопентанов в изоамилены

П«юв- П901 + П«гв Í53)

"ire " °'22 "(re <Б4>

п«вю" п1ге - nir8 - ntr0 <55>

nïre = 0,13 n{r8 (5G)

Для узла дегидрирования изоамиленов в изопрен "trtto- n810 + "(ПО <57>

nJno= °'2 "«по (59)

П =■• П - П' - П" ' '

<р10 Irlo Ír10 'irlo lcns

П" О Ifi П

<г10 U,1D tri О

Уравнения связей узла гозс*1ракционирупдеЯ установки

+ » nîr6 + П!п + + + nïr10 «I)

n¿rr = n^rr (62)

"205 " ñ205 * "¿ГГ • Í63)

, П501 = ñ501 * "¿ГГ <64>

На основе анализа литературных материалов выбраны ограничения на упрявлящие технологические параметры всех реакторов ХТК. Таким образом, полные кинетические модели (I) - (20), . совместно с алгебраическими уравнениями связей узлов смешения и разделения (21) - (64), а также ограничения на технологические параметры, составляют общую математическую модель комплекса по переработке продукдуктов пиролиза бензина.

„ Выбор критерия оптимизации и ;'локальная

оптимизации комплекса

На основе всестороннего анализа поставленной задачи за критерий экономической эффективности всего комплекса была принята функшы дохода от осуществления всех процессов, имеющих место в сложно хдаино - технологическом комплексе:

2к= Ï ( Е ctvgtv- Б co(vgotv - с*ксп sv) (65)

v»t t€x_ i=i

пр

где slv -масса 1-го компонента на вхоле в у-го элемента(кг/час);

6о^-покомпонентная свежая загрузка(кг/час);

gv -общая загрузка у-го элемента(кг/час);

С , -стоимость {-го компонента на входе в г»-Я элемент

е>{ V

(руб./КГ)

С(у -стоимость'(-го компонента в реакторе на выходе из у-го элемента (руб./кг)

СрКО-экоплутационные расходы в у-м регионе (руб./час)

Эксплуатационные расходы по регионам определяются в виде суммы затрат по каждому аппарату комплекса и поэтому представляют довольно сложные функции от масс потоков.

Как видно из уравнения (65), требование максимума влечёт аа собой минимизацию технологических затрат. В связи с этим при поиске оптимальных управляющих параметров каждого процесса в отдельности за критерий оптимизации были приняты функции отражающие технологические затраты по регионам с единицы производимой ими готовой.продукции.

2Г< Со(8о( + Соксп>/С{в(

Глобальная оптимизация сложного комплекса на основе приведенной модели сформулирована следующим образом: определить такие общие загрузки, минимальные объемы и поверхности каждого аппарата комплекса, материальные потоки между реакторными элементами, а также такие управляющие параметры, которые доставляют оптимум критерию экономической эффективности функционирования ХТК. Декомпозиционно - глобальная оптимизация проектируемых сложных комплексов представляется как задача определения оптимального распределения материальных штоков и сопряжённых рециркулятов между его регионами. Основным показателем оптимальной работы всего комплекса в динамике является взаимная согласованность режи--мов всех установок, которые в конечном итоге подчиняются товарному плану. Поиск оптимального решения задачи ДГ-оптимизации стес- • нэн ограничениями на мощность реакторов и на количество товарных продуктов. Решая задачу ДГ-оптимизации сложного ХТК при указанных ограничениях, определяем наилучшие режимы функционирования реакторов, соответствующие оптимальной работе комплекса в целом.

Это означает, что при проектировании сложных сиотем необхо-

димо сперва решать задачу оптимального проектирования комплекса в целом, а затем перейти к оптимальному проектированию отдельных его реакторов. Решение задачи ДГ-оптимизации при пр„жтировании сложного ХТК рассмотрено на примере сопряженной системы, ростоя-щей из II установок.

Основными потоками,связывающими регионы сложного ХТК являются потоки этилбензола и бензола,направляемые в качестве основного сырья для процесса получения этилбензола, потоки этилбензола направляемые из реакторов пиролиза и реактора алкилироъания, в качестве основного сырья на процесс окисления этилбензола в гидроперекись этилбензола, потоки ГПЭБ и пропилена - основное сырьй для эпоксидирование пропилена и получения товарной окиси пропилена и метилфенилкарбинола, поток МФК в качестве основного сырья для получения стирола и ацетофлюновой Фракции, поток АШ> в качестве сырья для гидрирования АИФ в МФК, потоки н-бутпна.бутина, дивинила, изобутана, изобутилена,изопентана.изоамилена,изопрена, соответствующих рециркулятов, потоков этилена и пропилена с узла ГФУ и потоки побоч:гах продуктов процессов дегидрирования Сл- С5.

Эти потоки оказывают существенное влияние на работу кяждого региона и всего комплекса в целом. Поэтому их параметры должны определяться при решении задачи глобальной оптимизации сложного химико - технологического комплекса.

Разорвав связи, созданные рециркулятами, получены ряд последовательно соединённых звеньев, каждый из которых имеет внутренние обратные связи. Эти внутрешгае обратные сзязи соответствуют рециркулирущкм потокам непрореагировавших реагентов каждой установки.

При оптимизации реакторного элемента первого технологического звена, расчёт замкнутой системы приведён к расчёту разомкну-нутой системы, т.е.процесс считается установившимся, и для определенных значений входных параметров оптимизация реакторного элемента дает определённые значения потоков свежего сырья и отводимых готовых продуктов, соответствующих минимуму затрат по этому региону.

При оптимизации реакторного элемента следующего региона, а в этом случае строго зафиксирован™ количество пропилена, этилена, бензола, н-бутзна, изобутана, и изопентана поступающего с первой установки, для расчёта технологического звона использовал прш-

цип разрыва обратных связей. В атом случае расчёт региона осложняется итеративным согласованием условно-входных и условно - выходных параметров с заданной степень» точности

Гак как общие загрузки реакторов положительны и нас интересует такой вариант, когда ни один из рециркулятов (как простых, так и сопряженных) не отводится из системы, то можно сказать,что все переменные задачи являются неотрицательными.

Таким образом, нахождение минимума функционала (65) при заданном количестве основного сырья и ограничений сводится к решению задачи нелинейного програмирования. На основании использования методов условной оптимизации (метод множителей Лагранжа) и динамического програмирования, разработаны алгоритмы расчета для сложных систем. На основании разработанного алгоритма расчёта составлена программа решения задачи глобальной оптимизации на алгоритмическом языке FORTRAN 77 и решена на 1ВЫ PC/AT в среде Ms DOS 3.30, в результате, которого получены оптимальные управляющие параметры регионов. Численные значения материальных потоков на входа в реактора и между реакторными элементами, найденные на основе решения задачи декомпозиционно-глобальной оптимизации для рассматриваемой системы приведены ниже: п, _о 715

n10S=34,58 ' п90, =9,720 n1r6g =5,771 =0>635

n205-9-3(jr niroi=92-52 П1^,о=8И39 nГ* ,0.819 n30i=°'499 п1г]г=39,36 nipl =63,15 n"' =0,548 П40Г°'164 П1ггз=29,28 п;гг =0,725 n r'°s8i284

»501=18'62 п.гз*-6'100 nir3 -2'690 nP" =20,65

n601=1,378 n,r6 =7,040 nU =0,590 n p%7,384

^,=7.261 n1r? =8,201 =0,410 n ^ ^^

ne01=8,493 n1r0 =9,431 nir6 =0,620 n^0=9,578

Величина ожидаемого дохода, согласно взятым оптовым ценам на продукты получаемые при функционирования сложного химико - техно-нологического комплекса состоящего, из одинадцати установок для рассчитанных оптимальных условий, равна 433000 РУб./год.

ВЫВОДЫ

I. Разработан эффективный трёхуровневый декомпозиционный метод оптимального проектирования сложных хим&га - технологических

комплексов. Основу метода составляет использование на уровне глобальной оптимизации математическое описание комплекса, в виде полных кинетических моделей всех химических процессор,алгебраических уравнений, узлов смешения и разделения и ограничения на технологические параметры.

2. Предложена структурная схема комплекса по переработке продуктов пиролиза бензина (фр. С2 - С3 и Сд - С5) с учётом локальных, региональных и глобальных рециркуляционных потоков. На основе, теоретически обоснованных, полных, кинетических моделей процессов, алгебраических уравнений связи между элементами и ограниче-чений на технологические параметры составлена математическая модель указанного комплекса.

3. Осуществлен выбор экономического критерия для решетя задачи декомпозиционно - глобальной оптимизации комплекса. Установлено, что для уровня ДГ оптимизации наиболее эффективным экономическим критерием является функция дохода,составленная на основе оптовых цен продуктов. С помощью этого критерия разработана экономико -математическая модель комплекса.

4. Путем разрыва связей сложная ХТС представлена в виде ряда последовательно соединенных звеньев, каждый из которых имеет внутренние и обратные связи, и с помощью комплексного применения методов нелинейного и динамического програмирования,создана общая методика решения задачи ДГ оптимизации этих систем, на основе чего разработан алгоритм и программа расчёта рассматриваемого комплекса.

5. На основе экономико-математической модели комплекса по переработке продуктов пиролиза бензина сформулирована и решена задача глобальной оптимизации в широком диапазоне варьирования технологических параметров.

о

Основные положения диссертации представлены в публикациях:

I Зейналов Н.З., Мамедов A.A. Оптимальное управление пропилен потребляющих производств входящих в состав сложного химико -технологического комплекса - Матер, тез. III Респуб. конф. молсдых учёных-химиков, посвящ. 80-летию акад. М. Ф. Нагаева. Баку, май 1988, с.12 2. Зейналов Н.З. Синтез оптимального состава производств яа базе

кинетических моделей процессов, входящих в сложный ХТК - Материалы Научной Конференции Аспирантов АН Азербайджана Баку, октябрь, 1991 г.

3. Шахтахтинский Т.Н., Алиев A.M., Зейналов Н.Э. Анализ и синтез сложного ХТК г.ч> переработке продуктов пиролиза бензина - Рукопись деп. в ВИНИТИ, 19.08.1991 г., * 3499-B9I

4. Шахтахтинский Т.Н., Алиев A.M..Зейналов Н.З. Глобальная математическая модель сложной ХТС с учётом кинетики процессов на примере комплекса по переработке продуктов пиролиза бензина -Рукопись деп. в ВИНИТИ, 19.08.1991 г., * 3498-B9I