Aspen经典算例.doc

1 ASPENASPEN PLUSPLUS 软件培训案例软件培训案例 常压系统流程模拟计算常压系统流程模拟计算 2 2 减压系统流程模拟计算减压系统流程模拟计算 6 6 催化分馏塔流程模拟计算催化分馏塔流程模拟计算 1010 催化吸收稳定系统流程模拟计算催化吸收稳定系统流程模拟计算 1414 MDEAMDEA 脱硫流程模拟计算脱硫流程模拟计算 2020 炼厂含硫污水汽提流程模拟计算炼厂含硫污水汽提流程模拟计算 2727 MTBEMTBE 装置流程模拟计算装置流程模拟计算 3232 DMFDMF 萃取精馏流程模拟计算萃取精馏流程模拟计算 3737 丁二烯脱水流程模拟计算丁二烯脱水流程模拟计算 4040 甲乙酮脱水流程模拟计算甲乙酮脱水流程模拟计算 4343 VCMVCM P PLANTLANT M MODELODEL 4646 VCM Manufacture and Project Goals 48 Section 100 Direct Chlorination 51 Section 200 Oxychlorination 53 Section 300 EDC Purification 61 Section 400 EDC Pyrolysis 63 Section 500 VCM Purification 67 Running AspenTech VCM Models 69 References 71 酸气碱洗流程模拟计算酸气碱洗流程模拟计算 7272 乙烯裂解气碱洗流程模拟计算乙烯裂解气碱洗流程模拟计算 7474 水水 异丁酸异丁酸 丁酸间歇精馏流程模拟计算丁酸间歇精馏流程模拟计算 7777 流程优化模拟计算流程优化模拟计算 7979 冷凝器 再沸器计算及安装高度计算冷凝器 再沸器计算及安装高度计算 8181 非库组份物性估计非库组份物性估计 8282 乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例 8383 模拟模型的数据拟合模拟模型的数据拟合 8585 应用示例应用示例 8585 2 常压系统流程模拟计算常压系统流程模拟计算 一 工艺流程简述 常减压装置是我国最基本的原油加工的装置之一 主要包括换热器 系统 常压系统 减压系统 常压系统是原油通过换热网络换热到一定温 度后 再进到常压加热炉加热到要求的温度 常压加热炉要求的出口温度 与原油的性质 拔出率有关 一般要求常压炉出口汽化率大于常压塔所有 侧线产品一定的比例 这个比例叫过汽化率 一般为 2 5 wt 常压加热炉出口达到一定温度和汽化率的原油 进到常压塔的进料段 油汽往上走 常压塔侧线抽出 一至四个左右的侧线产品 为控制侧线产 品的干点 抽出的侧线产品进到侧线产品汽提塔中汽提 冷却后出装置 常压塔进料产品与出料产品之间的焓差 叫剩余热 为回叫这部份热量 常压塔的各产品段有中段回流抽出 与冷原油换热后返回塔内 塔底抽出 常压重油 为提高拔出率和减少塔底结焦 有塔底还通入一定量的蒸汽 常压系统分离其工流流程如图 1 1 所示 所涉及主要模块有原油混合器 M1 常压塔 T101 3 M1 CGAS OIL 1 4 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 1 1 进料数据 1 进出料参数 出料量 Kg h进 料 温 度 进料压 力 Kg cm2 进 料 组 成 WT H2OH2N2CO2H2SCH4C2H6C2H4C3H8C3H6NC4IC4 丁烯 1异丁烯顺丁 烯 2 反丁烯 2 IC5C5 常压瓦斯 268 11 0 5720 26 0 0940 3432 82896 78140 6740 6360 50421 39420 54020 26950 2540 02861 76581 0678 馏 程 IP10 30 50 70 90 EP 比重 产品抽出板 常顶汽油 5367 11 4674 106 1371610 7273 常一线 6250 11 133146 160 1782040 7922 10 常二线 30667 11 198222 254 2913090 8431 22 常三线 20667 11 260312 337 3663780 866 34 常四线 3250 11 2433493954104274504880 8927 44 减顶油 1550 11 861121672222723213540 8257 减一线 8333 11 230260 300 3403820 8778 减二线 62500 11 317375 4104274504880 8927 减三线 14167 11 368434 4714945315690 9264 减四线 9750 11 370446473501526 538 750 9372 减渣 149731 11 500 11 520 13 540 17 880 9798 D1160 数据 塔底蒸汽 2100 44011 常一 二 三 汽提蒸汽各 100 44011 5 2 单元操作参数 表 1 2 单元操作参数 T1 常压分馏塔 常压炉过汽化率 3 WT 操作压力 Kg cm2 1 3 全塔压降 kg cm2 0 30 抽出板 返回板中段回流量中段回流取热量 中段回流 1 16 1465000Kg h1 80Mkcal h 中段回流 2 28 2457000Kg h4 10Mkcal h 中段回流 3 40 3610000Kg h1 15Mkcal h 实际板数 45 进料板塔底 3 设计规定及模拟技巧 3 1 原油蒸馏数据的重要性 3 2 过汽化率 3 3 热平衡与产品分布的密切关系 表 1 3 设计规定 理论板或板效率 50 热力学 BK10 初值 设计规定常顶汽油干点 180 变量塔顶产品量 三 软件版本 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件名 ERC250 C APW 6 减压系统流程模拟计算减压系统流程模拟计算 一 工艺流程简述 常减压装置是我国最基本的原油加工的装置之一 其中主要包括 原油换热系统 常压系统 减压系统 常压塔底出来的常压渣油 进到减压加热炉达到一定温度和汽化率的 原油 进到减压塔的进料段 油汽往上走 减压塔侧线抽出 一至三个左 右的侧线产品 有的还抽出过汽化油 抽出的侧线产品与原油换热后 冷 却后出装置 减压塔进料产品与出料产品之间的焓差 叫剩余热 为回收 这部份热量 减压塔的各产品段有中段回流抽出 与冷原油换热后返回塔 内 为减少结焦 还有一部份不经过换热的循环冲洗油 塔底抽出减压渣 油 为提高拔出率和减少塔底结焦 有的减压塔底还通入一定量的蒸汽 减压系统分离其工流流程如图 2 1 所示 所涉及主要模块有减压塔进料混合 器 M1 减压塔 T102 7 M1 JGAS CB 1 8 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 2 1 进料数据 表1 进出料参数 出料量Kg h进 料 温 度 进料 压力 Kg cm2 进 料 组 成 WT H2OH2N2CO2H2SCH4C2H6C2H4C3H8C3H6NC4IC4 丁烯 1 异丁 烯 顺丁 烯 2 反丁 烯 2 IC5C5 减压瓦斯268 11 0 5720 26 0 09 4 0 3432 82896 78140 6740 6360 50421 39420 54020 26950 25 4 0 02861 76581 0678 馏 程 IP10 30 50 70 90 EP 比重产品抽出 板 减顶油1550 11 861121672222723213540 8257 减一线8333 11 230260 300 3403820 8778 3 减二线62500 11 317375 4104274504880 8927 7 减三线14167 11 368434 4714945315690 9264 9 减四线9750 11 370446473501526 538 750 9372 12 减渣149731 11 500 11 520 13 540 17 8 8 0 9798 9 2 单元操作参数 表 2 2 单元操作参数 T1 常压分馏塔 减压炉过汽化率 3 WT 操作压力 mmHg 20 全塔压降 mmHg 10 抽出板 返回板中段回流取热量 中段回流 1 3 1 温差 72 1 39Mkcal h 中段回流 2 7 4 温差 90 5 70Mkcal h 中段回流 3 9 8 温差 94 7 9515Mkcal h 冲洗油 9 10 实际板数四段填料 进料板塔底 3 设计规定及模拟技巧 3 1 进料混合 3 2 产品分布与取热关系 表 2 3 设计规定 理论板或板效率15 块 热力学 BK10 初值 设计规定塔顶温度 75 变量中段回流 1 热负荷 4 模块及相关物流 表 2 4 模块及相关物流 模块名称代 号流程图上代 号 入口物流号出口物流号 M1 减压进料混合器 MixerM1 T102 减压塔 ColumnT1 三 软件版本 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件名 ERC250 V APW 10 催化分馏塔流程模拟计算催化分馏塔流程模拟计算 一 工艺流程简述 催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一 它由反 再 主分馏及吸收稳定系统三部分所组成 分馏系统的任务是把反再系统 来的反应产物油汽混合物进行冷却 分成各种产品 并使产品的主要性质 合乎规定的质量指标 分馏系统主要由分馏塔 产品汽提塔 各中段回流 热回收系统 并为吸收稳定系统提供足够的热量 催化分馏系统分离其工流流程如图 3 1 所示 所涉及主要模块有进料混合罐 M1 催化分馏塔 T2014 11 12 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 3 1 进料数据 表 1 进出料参数 出料量 Kg h进料 温度 进料压 力 Kg cm2 进 料 组 成 WT H2OCOCO2AIRCH4C2H4C3H8C3H6IC4NC4 丁 烯 1 异丁 烯 顺 丁 烯 2 反 丁 烯 2 IC5NC5C5 NC6H2S 富气 29300 0 93 81013 43 15 8416 46 72 13 053 12 43 70 64 83 12 馏 程 IP10 30 50 70 90 EP 比重 产品抽出板 粗汽油 67320 4054761031381791980 723 轻柴油 55000 1892222472743053473620 9068 10 吸收返回柴油 17000 1892222472743053473620 9068 回炼油 29700 290395 435 538 0 9366 28 油浆 8930 226407 468 538 87 0 9927 进料中蒸汽 12120 4922 7 塔底汽提蒸汽量 880 28011 汽提蒸汽量 100 28011 13 2 单元操作参数 表 3 2 单元操作参数 T201 催化分馏塔 操作压力 Kg cm2 2 50 全塔压降 Kg cm2 0 30 抽出板 返回板中段流量 中段回流 1 4 1230000Kg h11 0Mkcal h 中段回流 2 14 12198000Kg h12 8Mkcal h 中段回流 3 26 2425000Kg h1 08Mkcal h 中段回流 4 32 32300000Kg h18 82Mkcal h 实际板数 32 进料板油气塔底富柴油 6 号板 3 设计规定及模拟技巧 表 3 3 设计规定 理论板或板效率 50 热力学 BK10 初值 设计规定塔顶温度 115 变量中段回流 1 热负荷 4 模块及相关物流 表 3 4 模块及相关物流 模块名称代 号流程图上 代号 入口物流号出口物流号 M1 进料油汽混合器 MixerM1 催化馏塔 DistillationT201 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件名 CHT201 APW 14 催化吸收稳定系统流程模拟计算催化吸收稳定系统流程模拟计算 一 工艺流程简述 催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一 它由 反再 主分馏及吸收稳定系统三部分所组成 分馏系统的任务是把反再系 统来的反应产物油汽混合物进行冷却 分成各种产品 并使产品的主要性 质合乎规定的质量指标 分馏系统主要由分馏塔 产品汽提塔 各中段回 流热回收系统 并为吸收稳定系统提供足够的热量 不少催化装置分馏系 统取热分配不合理 造成产品质量不稳定 吸收稳定系统热源不足 吸收稳定系统对主分馏塔来的压缩富气和粗气油进行加工分离 得到 干气 液化气及稳定汽油等产品 一般包括四个塔第一塔为吸收塔 用初 汽油和补充稳定汽油吸收富气中的液化气组份 吸收后的干气再进入到再 吸收塔 用催化分馏塔来的柴油吸收其中的较轻组份 再吸收塔顶得到含 基本不含 C3 组份的合格干气 再吸收塔底富柴油回到分馏系统 吸收塔 底富吸收液进到解吸塔 通过加热富吸收液中的比 C2 轻的组份基本脱除 从解吸塔顶出来再回到平衡罐 再进到吸收塔内 解吸塔底脱除 C2 组份 的液化气和汽油组份再进到稳定塔 通过分离稳定塔顶得到 C5 合格的液 化气组份 塔底得到蒸汽压合格的汽油 合格汽油一部分作为补充吸收剂 到吸收塔 一部分作为产品出装置 吸收稳定系统分离其工流流程如图 4 1 所示 所涉及主要模块有吸收塔 C10301 解吸塔 C10302 再解吸塔 C10303 稳定塔 C10304 解吸塔 进料预热器 E302 稳定塔进料换热器 E303 补充吸收剂冷却器 C39 平衡 罐 D301 15 16 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 4 1 进料数据 表 4 1 装置进料数据 进料量 KG H进 料 温 度 进料 压力 MPa G 进料 组成 MOL H2N2O2 COCO2CH4C2H6C2H4C3H6C3H8 IC4NC4BUT1 IBTE 反丁 烯 2 顺丁 烯 2 NC5 干气 14500Kg h 421 21 15 28813 4330 60 7952 57930 68211 79421 22 2 674 0 5030 2180 0150 0590 0920 0170 0030 078 液化气 85000 Kg h 421 211 00 6940 66 7 67 11 963 61 9 09 55 9 39 6 01 馏程IP 10 30 50 70 90 EP 比重 稳定汽油 115000Kg h 421 21 39 55277 5163 5 1950 716 贫柴油 40000Kg h 302 21 192219 5253 53093380 9018323 95 17 2 单元操作参数 表 4 2 单元操作参数 C10301 吸收塔 C10302 脱吸塔C10303 再吸收塔C10304 稳定塔分流器 SP1 操作压力 MPa G 1 171 271 151 05 WDGOIL2 流量 60000Kggh F1 进料闪蒸罐 汽化率 温度 0 46157 48 全塔压降 MPa 0 040 040 040 05 分流器 SP2 D301 平衡罐 温度 压力 Mpa G 35 1 19 中段回流 1 抽出板 返回板 流量 Kg h 返回温度 3 3 理论 90000 27 12 流量 55000Kggh F2 平衡罐 温度 压力 Mpa G 48 2 22 中段回流 2 抽出板 返回板 流量 Kg h 返回温度 5 5 理论 120000 27 E302 出口温度 55 P301 压力 Mpa G 效率 1 35 70 中段回流 3 抽出板 返回板 流量 Kg h 返回温度 7 7 理论 120000 28 E303 冷流出口温度 117 P303 压力 Mpa G 效率 1 90 70 中段回流 4 抽出板 返回板 流量 Kg h 返回温度 9 9 理论 120000 28 C39 出口温度 30 压降 0 02MPa P305 压力 Mpa G 效率 2 39 70 实际板数 理论板 进料板 30 12 油塔顶 气塔底 30 12 油塔顶 气塔底 30 9 油塔顶 气塔底 50 37 15 18 3 设计规定 表 4 3 设计规定 C10301 吸收塔C10302 脱吸塔C10303 再吸收塔C10304 稳定塔 热力学 BK10BK10BK10BK10 设计规定 1塔底 C2 mol 0 5 塔顶产品量 88208Kg h 设计规定 2回流 2 3 变量 1塔顶产品量 初值 33024Kg h 冷凝器温度 40 19 4 灵敏度分析的应用 应用方案研究功能研究 考察贫汽油流量 贫柴油流量对贫气中 C3 含量 液化气 中 C2 含量的影响 变量 1 贫汽油流量 2 贫柴油流量 考察参数 1 贫气中 C3 含量 2 液化气中 C2 含量 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件名 XST301 APW 20 MDEAMDEA 脱硫流程模拟计算脱硫流程模拟计算 一 工艺流程简述 炼厂气和乙烯裂解气都含有一定量 H2S 和 CO2 等酸性气体 为防止设备腐蚀 和最终产品的合格 在加工过程中都需要 H2S 和 CO2 等酸性气体脱除 胺类吸收剂性 能好 并可再生循环使用 在炼厂气和乙烯裂解气脱除酸性气体中得到文泛应用 但胺类吸收剂吸收 H2S 和 CO2 等酸性气体过程为强非理想过程 一般的软件和热 力方法对该过程的模拟 结果都欠佳 ASPEN PLUS 软件中有胺类吸收剂脱酸性气体的 专用数据包 KMDAE MDEA 对于该过程的模拟较适用 甲基二乙醇胺 MDEA 由于 具有选择性 能吸收大部分的 H2S 而对 CO2 的吸收较少 因而广泛用于炼厂气的脱酸 性气体中 本例题就是用 MDEA 脱除炼厂气中的酸性气体模拟计算 其工流流程如图 6 1 所示 界区来的炼厂气进到吸收塔 T301 该塔没有再沸器和冷凝器 贫胺液从塔 顶进入 酸性气从塔底进入 贫胺液和酸性气再塔内逆流接确 脱除酸性气体后的贫 气从塔顶出来 吸收了酸性气体的富胺液从塔底出来与到再生塔底出来的贫胺换热后 进入到再生塔 胺液再生塔 T302 该塔有再沸器和冷凝器 由吸收塔底出来的富 胺液进到该塔 酸性气体从塔顶出来 脱除酸性气体后的贫胺液与富胺液换热 再冷 却后 回到吸收塔 T301 所涉及主要模块有吸收塔 T301 胺液再生塔 T302 贫胺液泵 P1 21 图 6 1 MDEA 脱硫装置模拟计算流程图 GAS 含酸炼厂气进料 MDEA 贫胺液 PGAS1 贫气 L1 富有胺液 LMDEA 再生后贫胺液 H2S 酸气 MA MDEA 补充 MDEA MA H2O 补 充水 循环 MDEA 贫胺液 22 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 6 1 装置进料数据 进料量 KG H 进料 温度 进料压力 ATM 进料组 成 H2O CO2H2N2CH4C2H6C2H4 C3H8 C3H6IC4NC4IBTEIC5COH2SMDEA GAS3000 m3 h 401 50VOL 0 13 8 7589 8 9 1 23 PMDEA20 000 401 50WT 8020 0 2 单元操作参数 表 6 2 单元操作数据 T301T302 操作压力 ATM 1 501 30 全塔压降 kg cm2 0 30 30 理论板数 1211 进料板塔顶 塔底 1 板效率 23 3 设计规定 表 6 3 设计规定 T301 塔T302 塔计算模块 C 1 热力学 ELECNRTLELECNRT 计算所需补充在水和 MDEA 量 设计规定 1贫气 GAS 中 H2S10ppm mol 塔顶产品 735Kg h 设计规定 2 变量 1MDEA 流量 变量 2 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 KMDEA APW 24 四 例题 2 图 2 MDEA 脱硫装置模拟计算流程图 25 1 装置进料数据 FMGASGAS1LPGLPG1M1M2M11M22PMSOUR Temperature C 35 540414039404043 539 1121 440 Pressure atm 9 6749 879 38415 415 49 879 879 67416 41 9621 575 Vapor Frac 0 0071100000001 Mole Flow kmol hr 1375 922218 584202 434183 143159 815553 011783 433569 162806 761277 63598 287 Mass Flow kg hr 30560 495836 365251 5958564 067588 337120001700012584 7717975 7227939 922620 571 Volume Flow l min 878 5689204 219022 436279 398247 609200 072287 782215 369311 652493 68726309 33 Enthalpy MMkcal hr 93 86 2 309 1 817 2 082 2 002 38 56 54 726 39 053 54 807 87 096 3 884 Mass Flow kg hr H2O 23161031 48506 3589599 5213599 329568 03513592 9622139 511021 486 MDEA 5799 0340000 6762399 883399 832399 883399 1545799 0090 025 H2S 436 673246 220 755190 260 5010 60 85246 065190 6091 397435 276 CO 6 51123 89117 3800006 51006 51 CO2 234 502259 5425 0380000234 50200234 502 AIR 9 8961457 21447 30400009 896009 896 CH4 35 6181050 641015 022000035 6180035 618 C2H6 30 0841188 111158 026000030 0840030 084 C2H4 33 218995 96963 3450 950 3460032 6150 604033 218 C3H8 88 6537 7136 6671506 011418 403001 04387 607088 65 PROPY 01 606 105158 82154 5323813 763211 943004 288601 8170606 105 ISOBU 01 30 355113 12108 3331198 341172 772004 78725 568030 355 N BUT 01 11 08747 9945 259391 38383 024002 7318 356011 087 1 BUT 01 29 63949 6347 32471 63444 301002 3127 329029 639 ISOBU 02 3 8490068 9265 0710003 84903 849 TRANS 01 23 90446 3243 688436 54415 268002 63221 272023 904 CIS 2 01 19 00761 2157 441312 72297 482003 76915 238019 007 N PEN 01 1 3600173 55172 190001 3601 36 26 2 单元操作参数 表 单元操作数据 C 401C 402C 403 操作压力 ATM 9 38415 401 575 全塔压降 kg cm2 0 31 00 40 理论板数 201021 进料板塔顶 塔底塔顶 塔底 4 初值 1 初值 2 塔顶产品 2200kg h 回流比 2 50 3 设计规定 C 401C 402C 403 热力学 ELECNRTL 真实组份 收剑方法 标准 阻尼 中 UNIFAC LLELECNRTL 真实组份 收剑方法 宽沸程 阻尼 中 设计规定 1冷凝器温度 40 设计规定 2塔底贫液中 H2S 50ppm 变量 1塔顶产品 1200 2800kg h 变量 2回流比 0 5 3 0 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件名 C 401MDEA APW 27 炼厂含硫污水汽提流程模拟计算炼厂含硫污水汽提流程模拟计算 一 工艺流程简述 炼厂加工装置 都排放一定的污水 污水中含有 H2S 和 CO2 NH3 等酸性气 体 这些污水不能直接排放到污水厂 需经过汽提脱除其中的酸性气体 一般汽提后 污水中 H2S 含量 30mg l 的要求 NH3 80mg l 的要求 净化合格后的污水才能排放 但水 H2S 和 CO2 NH3 等酸性气体过程为强非理想过程 一般的软件和热力方法 对该过程的模拟 结果都欠佳 ASPEN PLUS 软件中有脱除水中酸性气体的专用数据包 APISOUR 对于该过程的模拟较适用 本例题就是用汽提脱除炼厂酸性水中的气体模拟计算 其工流流程如图 7 1 所示 28 SW QW SVAP1 C 2511 D101 SVAP2 RW2 P101 RW1 图 7 1 污水汽提模拟计算流程图 SW 含酸炼厂污水 QW 净化污水 SVAP2 酸性水 29 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 7 1 进料数据 Sour W ater Stripping Application Stream IDQWRW1RW2SVAP1SVAP2SW TemperatureC 131 2 85 0 85 2 121 4 85 0 95 0 PressurekPa 280 000 240 000 500 000 250 000 240 000 501 325 Vapor Frac 0 000 0 000 0 000 1 000 1 000 0 001 Mole Flowkmol hr 2743 553 173 285 173 285 193 621 20 335 2763 889 Mass Flowkg hr 49425 872 3220 865 3220 865 3795 002 574 127 50000 009 Volume Flowcum hr 55 931 3 600 3 601 2540 566 252 308 76 951 EnthalpyMMkcal hr 181 887 10 628 10 627 9 272 0 341 184 249 Mass Flowkg hr H2O 49423 071 2774 023 2774 023 2852 474 78 429 49501 522 NH3 2 499 211 315 211 315 260 811 49 498 51 994 CO2 trace 2 348 2 348 4 857 2 508 2 509 H2S 0 302 233 179 233 179 676 861 443 692 443 985 Mass Frac H2O 1 000 0 861 0 861 0 752 0 137 0 990 NH3 51 PPM 0 066 0 066 0 069 0 086 0 001 CO2 trace 729 PPM 729 PPM 0 001 0 004 50 PPM H2S 6 PPM 0 072 0 072 0 178 0 773 0 009 Mole Flowkmol hr H2O 2743 397 153 982 153 982 158 336 4 353 2747 752 NH3 0 147 12 408 12 408 15 314 2 906 3 053 CO2 trace 0 053 0 053 0 110 0 057 0 057 H2S 0 009 6 842 6 842 19 860 13 018 13 027 2 单元操作参数 表 7 2 单元操作数据 C 2511 回流罐 D101 操作压力 KPA 250 温度 35 全塔压降 kg cm2 0 30 1 理论板数 15 进料板 3 初值塔顶产品 3795kg h 30 3 设计规定 表 7 3 设计规定 C 2511 塔 热力学 APISOUR 收敛方法 正常 设计规定 1 设计规定 2 变量 1 变量 2 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 hl sour APW 31 四 例题 2 文件名 SOUR CX APW 40 1101 50000 SW1 130 280 41950 QW 123 250 950 H2S 32 MTBEMTBE 装置流程模拟计算装置流程模拟计算 一 工艺流程简述 MTBE 甲基叔丁基醚 是理想的高辛烷值汽油添加剂 是近 20 年长盛不衰 销售量最大 发展最快的化学品 含 10 MTBE 的汽油能使燃料消耗下降 7 左右 除 了增加汽油含氧量外 还可以促进清洁燃烧 减少汽车有害气体排放对大气的污染 但是 MTBE 极易溶解于水 当地下储油罐泄漏或汽油溢撒至地面时 MTBE 分子会 比汽油中的其他成分更快地穿过土壤进入地下水 即使在浓度很低的情况下 也会导 致水质恶臭 美国地质调查表明 使用新配方汽油的地区中 20 地下水检测到 MTBE 而未使用新配方汽油的地区只有约 2 的地下水检测到 MTBE 近年来美国联邦研究部 门展示 MTBE 是可能对人类致癌的物质 美国加利福尼亚州已决定在 2002 年 12 月 31 日后禁止使用 MTBE 根据这一趋势 美国其它州也可能在不久的将来限用或禁用 欧 洲的汽油储罐主要为地上罐 与美国的情况不同 所以一直未采取限制措施 我国国内 MTBE 的需求 主要受国内外高标号汽油需求的影响 2000 年国家公布 了新标准汽油的质量标准 其中增加了苯含量 芳烃含量和烯烃含量的测定项目 规 定汽油中烯烃含量不大于 35 另外还有氧含量的指标要求 目前 国内新标准清洁 汽油的产量还不高 因此要全面适应 2003 年 1 月 1 日起在全国范围内实施新标准清洁 汽油的要求 就需要大量生产新标准清洁汽油的添加剂 所以近几年内作为高辛烷值 汽油主要调和组分 MTBE 的需求量还会有所增加 自 1973 年世界上第一套年产 10 万吨的 MTBE 装置在意大利建成投产以来 我国从 上世纪 70 年代末 80 年代初开始进行合成 MTBE 技术的研究 至 1984 年 我国第一套 以固定床列管式反应器为基础的年产 5500 吨工业实验装置在齐鲁石化公司橡胶厂建成 投产 经过多年生产实践和不断的技术改进 目前我国 MTBE 生产技术有 固定床技术 膨胀床技术 催化蒸馏技术 混相床和混合反应蒸馏等多种生产技术 生产规模也从 年产千吨扩大到年产 14 万吨 先后有 6 种生产技术成功地用于我国的近 40 套 MTBE 装 置 技术水平达到当前世界先进水平 而且全部设备实现国产化 整个生产过程采用 DCS 控制 产品质量稳定 当前国内外较先进的 MTBE 工艺为反应精馏工艺 其生产装置由醚化反应器 甲醇 净化及反应精馏 甲醇回收三个生产单元构成 反应精馏生产技术工艺过程为 混合 33 碳四与甲醇按一定比例混合 进入装有净化剂的离子过滤器过滤掉阳离子和水 再经 预热后 首先进入反应器进行反应 在反应器中绝大部分的异丁烯与甲醇反应生成 MTBE 从反应器的底部出来的物料再进入反应塔 使在反应器内未转化完的异丁烯在 反应塔内进一步反应 醚化反应后的物料由反应塔底部流出 经换热器换热 冷却后 得 MTBE 产品 醚后碳四及甲醇从反应精馏顶部馏出去水洗塔由水萃取后去甲醇回收塔 回收甲醇 本模拟例题为 MTBE 反应精馏工艺全装置模拟 在本例题中用到了 PRO II 的转化率反应器 一般精馏塔 液 液萃取塔等基础模块 还用到了计算模块 单变量 多变量控制器等高级模专块 其流程如图 8 1 所示 所涉及主要模块有转化率反应器 R501 R503 普通精馏 塔 C501 C503 液 液萃取 C502 计算模块 C 1 C 2 物流计算器 D102 34 25 299 4250 501 26 1099 4250 501A 25 100 485 502 18 11899 4735 503 45 11869 4735 505 67 650 4735 506 25 700 42 508 68 650 4777 507 40 550 3525 509 136 700 1252 510 40 150 1000 512 40 520 1077 514 40 500 3448 513 42 520 1065 515 40 10 69 516 112 50 996 517 42 520 12 V1 P501 X501 E501 35 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 8 1 进料数据 501502508512 Temperature C25252540 Pressure kPag298 675100700150 Vapor Frac0000 Mole Flow kmol hr74 7081315 166941 31110355 45984 Mass Flow kg hr4250485 093841 940851000 Volume Flow l min122 23310 192560 88127117 0349 Mass Flow kg hr C3 4 25000 C321 25000 IC41292 425000 NC4405 875000 IC4 807 075000 NC4 595000 TC4 645 15000 CC4 449 225000 1 3C4 0000 IC529 75000 MA0483 953841 851292 H2O01 140 08956998 TBA0000 MTBE0000 DME0000 MSBE0000 2 单元操作参数 表 8 2 单元操作参数 E501 进料预热器出口温度 45 R501 预反 绝热反应转化率基准组份 异丁烯 甲醇 MTBE 90 异丁烯 异丁烯 水 TBA 85 水 2 甲醇 二甲醚 水 0 1 甲醇 R502 反应精馏 绝热反应 异丁烯 甲醇 MTBE 90 异丁烯 2 甲醇 二甲醚 水 2 5 甲醇 异丁烯 甲醇 MSBE 5 异丁烯 36 表 8 3 单元操作参数 C501 反应精馏塔C502 水洗塔C503 甲醇回收塔 操作压力 Mpa G 0 550 500 01 全塔压降 Mpa 0 150 020 04 实际板数 603045 进料板 3030 理论板数 321029 理论进料板 1619 表 8 4 单元操作参数 计算模块 C 1用计算模块计算反应器 501 进 料中醇 烯摩尔比 1 05 计算模块 C 2用计算模块计算反应器 503 进 料中醇 烯摩尔比 2 50 物流分离器 D102碳四全从气相 V1 出 3 初值与设计规定 表 8 5 设计规定 C501 反应精馏塔C502 水洗塔C503 甲醇回收塔 热力学 NRTL RK VLE unifac 填充VLLE unifac 填充VLE unifac 填充 初值 1回流比 1 0回流比 10 初值 2塔顶产品 进料比 0 738 塔顶产品 进料比 0 08519 设计规定 1塔底 MTBE99 wt 塔顶甲醇 98 5 wt 设计规定 2 变量 1回流比塔顶产品 进料比 变量 2 注 由于缺少反应动力学数据 用转化率反应器 R503 和精馏塔 C501 来模拟反应精馏 塔 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 MTBER501 APW 37 DMFDMF 萃取精馏流程模拟计算萃取精馏流程模拟计算 一 工艺流程简述 本例题利用 DMF 作为夹带剂利用萃取精馏 来分离混合碳四中的单烯烃和二烯烃 其工流流程如图 9 1 所示 40 5 30340 101 40 7 272400 102 40 5 16200 103 162 6 286540 104 38 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 9 1 进料数据 物料号 101 Temperature C40 Pressure kg sqcm4 523 Mass Flow kg hr30340 Volume Flow cum hr52 321 Enthalpy MMkcal hr2 266 Mass Flow kg hr H2O0 C3H60 592 C3H80 561 IC4518 338 IBTE6402 283 BUT14637 47 13BD13411 33 NC42554 235 TRANS 011410 813 CIS 2 011046 731 C3H441 378 12BD69 781 1BUTYNE47 533 VAC 乙烯基乙炔 197 717 C80 IC50 DMF1 239 2 单元操作参数 表 9 2 单元操作数据 C101 操作压力 MPA G 0 34 全塔压降 kg cm2 1 理论板数 98 进料板 5 51 初值塔顶产品 16200kg h 回流比 1 45 39 3 设计规定及热力学 表 9 3 设计规定及热力学 C101 热力学液相活度系数法 收敛方法 强非理想 设计规定 1 设计规定 2 变量 1 变量 2 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 C4DMF APW 40 丁二烯脱水流程模拟计算丁二烯脱水流程模拟计算 一 工艺流程简述 本例题利用共沸精馏 脱除 1 3 丁二烯中的少量的水方法来模拟 其工流流程 如图 10 1 所示 图中 T304A 用不带冷凝器的塔 外加一倾析器来模拟该脱水过程 图 中 T304B 用带冷凝器的塔来模拟该脱水过程 考察两种方法的差别 并考察不同热力 学方法对模拟结果的影响 了解 V L 体系 V L W 体系 V L L 体系 L L 体系的概念 及所用热力学方 法的差异 Temperature C P ressure kg sqcm Mass Flow Rate kg hr 36 4 2441 305 41 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 10 1 进料数据 物流号 305 Temperature C 35 5 Pressure kg sqcm 3 88 Mass Flow kg hr 2441 031 Mass Flow kg hr H2O 4 491 AIR 0 1 BUT 01 9 606 TRANS 01 102 293 CIS 2 01 127 572 1 3 B 01 2161 352 2 2 D 01 35 603 2 MET 01 0 073 3 MET 01 0 039 N HEX 01 0 001 TBC 0 ETHYL 01 0 2 单元操作参数 表 10 2 单元操作数据 T304AT304B 操作压力 MPA G 0 260 26 全塔压降 kg cm2 0 20 2 理论板数 3232 进料板 44 初值塔顶产品 2213kg h塔顶产品 0 1kg h 回流量 2213kg h 42 3 设计规定 表 10 3 设计规定 T304AV101T304B 热力学V L 体系 收敛方法 正常 L L 体系 V L W 体系 收敛方法 正常 设计规定 1 设计规定 2 变量 1 变量 2 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 BD13 H2O APW 43 甲乙酮脱水流程模拟计算甲乙酮脱水流程模拟计算 一 工艺流程简述 本例题利用共沸精馏 脱除甲乙酮中的少量的方法来模拟 其工流流程如图 10 2 所示 图中 T1551A 用不带冷凝器的塔 外加一三相闪蒸罐来模拟该脱水过程 图中 T1551B 用带冷凝器的塔来模拟该脱水过程 考察两种方法的差别 并考察不同热力学 方法对模拟结果的影响 3A 44 二 需要输入的主要参数 1 装置进料数据 表 10 4 进料数据 物流号 3A Temperature C45 Pressure MPa0 25 Mass Flow kg hr14940 43 Mass Flow kg hr H2O60 005 H20 002 IC4 0 C4 10 NC40 TC4 0 CC4 0 TBA0 017 MEK9916 758 SBA4913 641 SBE0 006 NC60 C80 C8T0 HCOM50 2 单元操作参数 表 10 5 单元操作数据 T1551AV1251AT1551B 操作压力 MPA 0 100 10 0 10 全塔压降 kg cm2 0 540 0 5 理论板数 3031 进料板 56 初值塔顶产品 8000kg h塔顶产品 0 1kg h 回流量 11638kg h 45 3 设计规定 表 10 6 设计规定 T1551AV1251AT1551B 热力学V L 体系 收敛方法 强非理想 V L L 体系 V L W 体系 收敛方法 正常 设计规定 1塔底水 0 03 wt 设计规定 2 变量 1塔顶产品量 500 12800kg h 变量 2 三 软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12 1 版本 文件保 MEK H2OA APW 46 VCMVCM P PLANTLANT M MODELODEL MayMay 20022002 47 Table of Contents VCM Manufacture and Project Goals 48 Section 100 Direct Chlorination 51 Section 200 Oxychlorination 53 Section 300 EDC Purification 61 Section 400 EDC Pyrolysis 63 Section 500 VCM Purification 67 Running AspenTech VCM Models 69 48 VCMVCM ManufactureManufacture andand ProjectProject GoalsGoals The VCM plant uses the balanced process based upon ethylene and chlorine Cowfer and Gorensek 1996 Ullmann s 1999 The reactions for each component process are shown in equations 1 3 and the overall reaction is given by equation 4 Direct ChlorinationCH2 CH2 Cl2 ClCH2CH2Cl 1 EDC Pyrolysis2ClCH2CH2Cl 2CH2 CHCl 2HCl 2 Oxychlorin