PROII 笔记.doc

PRO/II 高级培训班笔记（2005.11.0811.11）11.08热力学方法的选择至关重要，介绍最基本概念从应用角度讲；后面讲一些单元过程：闪蒸过程（包括一些基本概念，特殊的像逆向冷凝( 温度越高气相量越少，有两个泡点)和逆向汽化）和蒸馏过程（一些基本概念和节能方法）；流程迭代和收敛方法；特殊的流程模拟计算过程。一、 热力学方法讲座低温甲醇洗系统：体系极性物质比较多，Pro/ii 没有合适的热力学方法，与实际的设计相差太远，像有一个塔的塔釜温度；需要特殊的软件包才行。一些极性强的物系通用模拟软件很难计算的很准。需要把计算的数据与实际数据去比较看是否正确。1、 热力学方法概述分离过程计算换热器设计和核算 要求焓值和其他性质计算压缩机膨胀机设计 要求熵值及其他性质计算塔水力学计算、管线阻力降、直径计算2、热力学方法应用步骤1 确定物系的性质：极性或非极性物质 水、醇、酸、酮、醛、酯等都是极性物质2 选择适合物系的正确热力学模型 非极性-状态方程法或通用关联式法 极性物质-活度系数法 确定该物系的关键二元对 核实该关键二元对的相互作用参数 估算缺少的其他二元对的相互作用参数：自己找数据或用缺省的（不准），pro/ii 现在可以通过自己的实验数据（相平衡数据等）来回归，有这个功能。什么是相平衡常熟？定义： K=Yi/Xi 是温度压力的函数 状态方程：PV=RT参考： 低压（绝压小于2atm）轻烃类混合物的气象可以认为是理想气体；中压（15-20），-的气象可以认为是理想溶液，但不是理想气体；高压下非理想 对于实际体系，需采用逸度、逸度系数等实际体系相平衡常熟计算的三类方法1、非极性物质：状态方程法 Ki=yi/xi= 用来算逸度系数SRK方程对于氢气误差很大，PR方程，比SRK还要准确；这两个是烃系统计算比较好的方程2、极性物质：液体活度系数模型 液相：活度系数模型；气相：状态方程 液体活度系数模型：Margules(1895) Van Laar(1910) Wilson(1964)(现仍在使用,只能用于气-液系统) Non-random Two-Liquid (NRTL)(1968)（可用于气-液-液） Regular Solution(1975)(准确性不高) UNIQUAC(1975)(准确性也不很好) UNIFAC(1975)(基团贡献法，应用较多，不需要任何的二元交互作用参数)有一本书：气体和液体的性质，英文版，比较好 首选NRTL方程，其次可以选择Wilson方程，再不行用UNIFAC方程NRTL优点：有效的关联化学品系统在低压下的性质容易使用无限稀释活度系数数据可根据基团贡献进行预测许多物系的二元相互作用参数可从DECHEMA丛书（有四十几册）中查出。DECHEMA出了光盘版，总共需六七十万欧元，可购买部分数据库。局限性： 只能用于液相； 可用的温度压力范围很窄（常压附近，实验数据的温度，一定注意）； 对超临界组分许采用亨利常数 无法计算紧接或在临界点时的K 计算其他热力学性质时无一致性。UNIFAC 不使用多官能团和分子量大于400的物质以及 无法预测异构化的影响。活度系数模型需要实验数据模型，用来确定二元交互作用参数。超临界组分采用亨利定律处理。当选择亨利定律后，对于组分T400K，会自动使用亨利定律，用户可以定义溶质组分RRO/II 包括了 NRTL和 UNIQUAC方程的大量二元相互作用参数的数据库，是从DECHEMA数据库回归而得。应注意适用的温度压力范围。RRO/II 包括了衡沸物质的数据库，他可以采用“fill-in” 功能，产生缺少的二元交互作用参数；（准确性不一定好）除UNIFAC和Regular Solution 外，所有其他方法均须二元参数推荐： 非理想体系 NRTL， with FILL=AZEOTROPE，UNIFAC 含离子系统 Electrolytes 强酸 NRTL3、通用关联式模型 （非极性物质）1972年以前 KDATA BK10(1960) 常减压系统用的比较多,催化分馏塔也可以 Chao-Seader(1961) 在六十年代很有名，在某些炼油装置中模拟结果与实际很符合，如FCC系统等 Chao-Seader-Erbar-Extension 用的人不多 Grayson-Street（1963） Grayson-Street-Erbar-Extension Improved Grayson-Street水的处理 严格的VLLE 气液液三相计算几乎是不可能的特殊的数据包，要注意1、适用的压力、温度范围；2、浓度范围3、组分的要求低温系统 BWR 8参数方程PRO/II 只对于气液平衡分离过程做的比较好，对于气固、液固分离算得不好，对于反应系统也不很好。IEC英文期刊：气液平衡数据单元过程闪蒸： Dew Point 露点 Isentropic 等熵过程 Duty=0 为绝热闪蒸，相当于节流阀，一般物料进塔前经过节流阀减压至塔压进塔（等焓节流）逆向冷凝、逆向气化两种特殊现象蒸馏塔类型 常规蒸馏塔 复杂塔 吸收塔 蒸出塔，解吸塔 Stripper 再沸吸收塔 Reboiled absorber萃取蒸馏塔 恒沸蒸馏塔11.09塔的通用平衡级和模型方程组塔模型的独立方程数和独立变量数对于一般的塔模型，模型方程组里面有两个Q，计算之前很难给出，所以之前就要用变量替换的方法给出两个Specifications，来替换两个Q。在算法里面，如果用 inside-out 不收敛，可以先换一下 sure 法，看能否收敛如果是极性比较强的， 萃取、恒沸精馏等，不容易收敛的，可以用Chemdist试试。RateFrac 是基于速率的方法，包含了塔的类型塔的初始参数很重要，给的不好就会很难收敛。当采用 i-o 和 sure 没有收敛时，可以调整Convergence Data 里面的参数。Damping Factor 不要小于0.6，否则计算很慢也不见得收敛。塔工艺参数的相互影响当进料位置不当时，回流比增加，冷凝器、再沸器负荷增加，分离精度下降。工艺规定的收敛难易： 易：回流比+ 采出量回流比+温度不易：温度+采出量 温度+分离要求 采出量+分离要求 两个分离要求如果实际塔内某一层板出现干板，则可在规定时，规定这一块板的流量（可以稍微规定的大一些），强制塔在此收敛。塔板效率的计算Murphree效率（实验研究用的比较多，设计计算用的比较少）实际塔板上物料进出口浓度差与达到平衡时浓度差之比：全塔效率： 在一定回流比和要求之下，所需理论板数与实际板数之比1、 Drickaner-Bradford 法 E0=0.17-0.616LOG（u）2、 Oconnell方法 （用的最多）E0= 49 ua-0.25u-塔顶底平均温度下进料的黏度a轻重关键组分的平均相对挥发度3、其他方法 AICHE方法（1958） Winckle方法 （1963）吸收塔的效率最低，大约只有10-30%；解吸塔和吸收蒸出塔在30-45之间；一般的塔在6090%之间。由于物系的非理想性，有些情况下效率大于100%,一般按60-90%考虑，也就是说每块实际板相当于一块多理论版。说明书35、71页有常压塔不同段效率表精馏段和提馏段的划分原则：塔内气液相流量相减，若塔段具有净的向上的流量，则为精馏段；若塔段具有净的向下的流量，则为提馏段。（来自国外一些教科书、参考书）最佳进料板位置的选择： 如果进料板以下出现一段恒浓区，则表明提馏段过多了，进料板需要下移。选中PRINT OPTION-PLOT COLUMN RUSULTSEPARATION FACTOR-PROFILES可看出进料板附近又没有恒浓区。（粗略看一下是否合适）灵敏度分析和工况研究可以分析出最佳进料板位置：Input-case study parameter（工况研究）塔板水力学的计算Flooding factor 液泛因子蒸馏塔的节能方法1、 进料板位置，回流比的选择2、 进料状态：对于塔顶产品占主要比例的蒸馏塔，尽可能采用全气相进料；对于塔釜产品占主要比例的蒸馏塔，气相进料并不节能。3、 中间再沸器和中间冷凝器。 中间冷凝器一般放在精馏段，中间再沸器放在提馏段。加热介质和冷剂品味的降低，会节能、降低成本。中间再沸器在乙烯装置中应用很多。4、 热泵蒸馏。近些年应用不多，应用场合受到限制，分离介质要求较高5、 热耦蒸馏：可以用来分离三元组分，比常规塔节能30%6、 无冷凝器和再沸器的蒸馏塔。精馏段在提馏段内部，精馏段加压，通过塔壁传热，节能60%。目前日本已经中试成功。流程的迭代及收敛问题循环系统，如果返回物料超过进料量的两倍则要提前给初值，否则很难收敛反馈控制器控制参数的数值必须控制控制目标的数值不得固定软件例题中有丙烯精馏塔的例题 P1_C3_splitter 换热器计算 计算器中间变量 V数组R数组为希望打印出来的虚拟物流不做物料平衡，可用来进行泵、换热器等的计算优化器的计算石油馏分的计算5%点和95点比较准，初馏点和终馏点拟合不准。轻组分一般也要给出，这样计算比较准确。C6和比它低的都按轻组分处理。数据回归： inputregress data轻组分一般也要给出，这样计算比较准确。C6和比它低的都按轻组分处理。FCC吸收稳定系统与气分装置联合优化技术开发1、 取消气体分馏装置中的脱乙烷塔2、 丙烯回收率提高到98%以上3、 优化催化装置，吸收稳定系统中丙烯浓度低于1%4、 广石化两套气分装置改造后年经济效益净增800万元。两套32万吨气分。气分1-设计生产能力13.7万吨，气分2 改造后18万吨液化气中c2浓度降低到0.1-0.01%，吸收稳定系统中丙烯浓度低于1%解吸塔的进料温度从40提高独傲70-80，虽单独对解吸塔起到节能作用，确使整体经济效益严重下降。 该温度应控制在40左右，可使干气中c3浓度下降，从而取得较好的总体效益。（粗汽油流量+补充吸收剂流量）/（富气流量） 3不满足的需要增加富气流量。可以使干气中c3浓度小于3%稳定塔釜温应控制在 之间，尽量高，增加附加值高物质的含量。 去除不适当的保温。化工过程模拟和相