大三下册复习合集7过程分析合成作业

过程分析与合成大作业流程的严格模拟及评价班级：分子科学与工程1班小组成员: 范扬扬吕行马执笔人作业要求大作业（2)——流程的严格模拟及评MPa，进料中各组分流量分别为：丙烷（propane)45.4kmol/hr，异丁热力学方法：SRK，各精馏塔的塔板压降为0.6kPa.作业以组为单位，对精馏分离过程进行分析、模拟、优化和评价，并写成报告提交；报告的内容包括设计的所有精馏分离流程方案每种流程方案中各精馏塔详细工艺操作参数的确定及依据。包括（温度总结此项任务完成过程的收获及建议作业及报告须由小组全体成员共同协作完成，组内讨论确定各自完成过程中，详细记录讨论内容，作为附件附在报告后报告封面注明组长、报告执笔人、小组成员及学号报告一 小组分工情 二 方案设计整体思 三 直接分离序 (一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结 (二、精馏塔塔2的条件设置与计算结 四 间接分离序 (一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结 (二、间接分离精馏塔塔 的条件设置与计算结 五 分离方案结果比 六 报告的收获和建 七 小组讨论过程记录总 八 AspenPlus生成的操作报 (一)、直接序列生成报 (二、间接序列生成报 一、小组分工情况1、:报告撰写、任务分配与协调、部分数据表格整2、范扬扬:讨论过程的思路与关键点记录、AspenPlus间接序列的计、 数据(最终结果与整理结果)合理性、准确性检查与调试、AspenPlus直接序列的计算、部分数据表格整理、4、:初始压力设定选择、需要的产品组成计算，AspenPlus间接二、方案设计整体思路(一)轻重组分的计算丙烷(propane)45.4kmol/hr，异丁烷(isobutane)136.1kmol/hr，正丁烷(n-所以可以有直接分离(A/BC)、和间接序列(AB/C)两种分离方案(二)分离方案设计1、方 1：直接序列(不断地从塔顶将物质分离出体系2、方 2：间接序列(不断地从塔顶将物质分离出体系先分离丙烷，塔1的塔顶馏出液得到A、异丁B混合物，塔釜得到正C；塔顶馏出液作为塔2进料，分离丙烷A、异丁烷B。BBBB 4/C图 直接分离示意 图 间接分离示意(三 各精馏塔详细工艺操作参数的确定思路(具体过程见之后的计算1、各产品流率及组成的设置2、塔的操作温度、压力、冷凝器类型计算流程图示具体计算过程计算流程图示计算塔釜混合液的临界温度，只要满足塔釜温度小于塔釜临界温度

nnT塔釜Tc混=Tci及再沸器的热负荷、所使用公用工程的品位（温度4、根据条件计算出结果，再根据结果判断是否达到目的要求，若未达到，继续修改已知条件，直到结果符合目的要求。三、直接分离序列(一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结果1、流股、塔流股初始条件选择1:以丙A为轻关键组异丁B为重关键组分。因要求丙烷A、异丁烷B、正丁烷C98%。此处设定丙烷摩尔回收98%A，为了使保证二塔中尔回收率为1%；假定符合清晰分割，则一塔中正丁烷的摩尔回收率为0%。因此得到塔1的分收率为0.01。

A1 12C图 直接分离示意2、压力和冷凝器(全凝器和分凝器)的选择与温度校核塔1的压力确定和温度校核精馏塔编号 col 分割类型 清晰分组分丙烷异丁烷正丁烷分离分数(回收率1yd(摩尔分数10xb(摩尔分数01泡点 临界温度 3、精馏塔操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置设置已知条件:总板30，进料位置为25，采出率为46kmol/hr，回流比为12bar0.6kPa

6/设置NQ曲线范围:,20—50，步长为1。直接序列塔1-N-Q曲直接序列塔1-N-Q曲 4、精馏塔塔1操作条件的最终计算结果设备:精馏塔 分离:A(塔顶)/BC(塔釜冷凝器热负荷再沸器热负荷冷凝器温度冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位1塔顶流股数据数据1塔釜产品流股数据温度温度压力压力0505(3)塔压力操作条件:塔板-压力分PRESSURE1202.5120501207.5PRESSURE1202.5120501207.51210.01212.51215.01 (二、精馏塔塔2的条件设置与计算结果1、塔2的作用是分离两个相对较重的组分：异丁烷B和正丁烷C。在分离过程稿中以异丁烷B为轻关键C为重关键组了满足回收率为98%的条件，设定塔顶异丁烷B的回收率为99%，因为在塔1设定中损失了1%的异丁烷B，经计算塔2异丁烷B回收率为99%的时候，总回收率才能达到98%（0.99*0.990.98010.981C的损失，因此经过试算，选择正丁烷C的塔底回收率为98.5%。2、塔2的压力确定和温度校核精馏塔编号 col分割类型 清晰分组分丙烷异丁烷正丁C分离分数(回收率1yd(摩尔分数10xb(摩尔分数0泡点:临界温度3、精馏塔塔2操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果①初步计算设置塔顶压力为8bar，压力降为0.6kPa。设置设计规定:B0.99C塔顶摩尔回收率为0.015。设置NQ曲线范围:50—80，步长为1。②NQ曲直接序列塔2-N-Q曲直接序列塔2-N-Q曲4、精馏塔塔2操作条件的最终计算结果具体分析结果设备:精馏塔 分离:B(塔顶)/C(塔釜冷凝器热负荷再沸器热负荷冷凝器温度冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位2塔顶流股数据数据2塔釜产品流股数据温度温度压力压力0PRESSURE805.0810.0815.0820.0PRESSURE805.0810.0815.0820.08250830.0835.0840.0 11.0 21.0 31.036.0 46.0 56.0 66.0四、间接分离序列(一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结果1、流股、塔、分离结果初始设置以异丁B为轻关键组分C为重关键组分。因要求丙烷A、异丁烷B、正丁烷C的分离分数均为98%。此处设定正丁烷C在塔底98%，塔顶产品中的异丁烷B回收率应达到99%A的摩尔回收率为100%因此得到塔1的分离要求为:异丁B的塔顶回收率0.99，正丁C的塔顶回收率为0.02。

A221B1C塔1的压力确定和温度校核

4精馏塔编号 col分割类型 组分丙烷异丁B正丁C分离分数(回收率00yd(摩尔分数01xb(摩尔分数1泡点:临界温度3、精馏塔操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值输入轻组分丙烷A、重组分正丁烷C的摩尔回收率等条件进行简捷计算，从而得到初步的初值:总板76，进料位置为40，采出率为200kmol/hr，回流比为5。(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置设置已知条件90，进料位置40200kmol/hr，回流比为5。塔顶压力为10bar，压力降为0.6kPa。设置设计规定:异丁B塔顶摩尔回收率0.99,正丁C塔顶摩尔回收率为0.02。设置NQ曲线范围:,60—90，步长为1。间接序列塔1-N-Q曲间接序列塔1-N-Q曲4、塔1最终计算结果设备:精馏塔 分离:AB(塔顶)/C(塔釜冷凝器热负荷再沸器热负荷冷凝器温度冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位1塔顶流股数据数据1塔釜产品流股数据温度温度压力压力0PRESSURE805.0810.0815.0820.0PRESSURE805.0810.0815.0820.0825.0830.0835.0840.0 (二、间接分离精馏塔塔2的条件设置与计算结果1、流股、塔、分离结果初始设置2AB。在分离过程稿中以丙烷A为轻关键组分，异丁烷B为重关键组分。为了满足回收率为98%的条件，设定塔底异丁烷B的回收率为99%，因为在塔1设定中损失了1%的异丁烷B，经计算塔2异丁烷B回收率为99%的时候，总回收率才能达到98%的.9*.90.901.91A的损失，因此经过试算，选择丙烷A的塔顶回收率为98.5%。2、压力和冷凝器(全凝器和分凝器)的选择与温度校核塔2的压力确定和温度校核精馏塔编号 col 分割类型 清晰分组分丙烷异丁烷正丁烷分离分数(回收率00yd(摩尔分数01xb(摩尔分数1泡点 临界温度Tc: °C>塔釜泡点温度,则满足温度条件。用简捷精馏模型DSTWU确定初值(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置塔顶压力为10bar，压力降为0.6kPa。设置NQ曲线范围:,20—60，步长为1。②NQ曲线结果 间接序列塔2-N-Q曲间接序列塔2-N-Q曲3、塔2最终计算结果设备:精馏塔 分离:B(塔顶)/C(塔釜冷凝器热负荷再沸器热负荷冷凝器温度冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位92塔顶流股数据数据2塔釜产品流股数据温度温度压力压力0PRESSURE BlockB2PRESSURE 操作压力总塔板回流操作--异丁正丁收率为异丁正丁方案结果比较分析1、设备费用2、运行费用精馏塔操作费：直接分离序列操作费为1206.01，间接分离序列操作费为907.728，间接分离序列的操作了接近30%。冷凝器费用再沸器费用①热公用工程品位：直接分离序列对热公用工程的品位较高，但是接分离序列的热负荷更小，小接近10%。3、分离效果1、回收率:两种方案的回收率均达到2、产品纯度：直接分离丙烷为0.967、异丁烷为0.969、正丁烷为0.994；间接分离丙烷为0.971、异丁烷为0.962、正丁烷为0.994。经过比较，可知两种分离方案4、结果分析节约成本。间接分离唯一的劣势是2的冷剂低于27°C，需18°C的冷剂。在18℃的冷剂成本较高，则采用直接序列较为节省成本。1、收获change，调节降NQsetup中的上vary变化的范围超过了设定，则可以vary中增vary的变化范blockconvergence中增大重2、建议10K，不可避免使用其他冷剂。希望在题目中可以给出相应的特殊冷剂的信息(一、压力的选取17.2bar14、1210bar，并分别器温度>37℃12bar作为冷凝器压力。(二、直接分离序列的初始条件选择异丁烷99%（则从第二个精馏塔塔顶098%的回收率要求，第二个精馏塔中正丁烷的回收率为2%。但实际上根据计算，第一个精馏塔中，塔顶流股仍然会有可满足正丁烷总回收率都为98%。(三、间接分离序列的初始条件选择1中，可知综上，在冷凝器温度>37℃的情况下，冷凝器压力应小。10bar为塔顶的冷凝器压力。八、AspenPlus(一）直接序列生成报告BLOCK: MODEL: -FEED STAGE10OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE - - ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT CCMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC- STREAMS:UPPER STREAMS:UPPER DEW 0.32869E-04STAGE=BUBBLE 0.19662E-04STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.45672E-07STAGE=26COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.27767E-04STAGE=1

1-0.12184E+09-2-0.12369E+09-9-0.13941E+09--0.13943E+09--0.13971E+09--0.14172E+09--0.14169E+09--0.14161E+09--0.14145E+09-

129****MASSFLOWPROFILES

1 20.1878E+0590.2059E+05100.5190E+05110.5218E+05240.5479E+05250.5484E+05260.5486E+05270.5486E+05280.2104E+05 129 129 129 129 129BLOCK: MODEL: -BOTTOM STAGE27OUTLETS-1 STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT 12 CMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-TYPE

1MOLE-RECOV STREAMS:1 2MOLE-RECOV STREAMS:1 DEW 0.52533E-06STAGE=BUBBLE 0.23975E-05STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.29927E-06STAGE=27COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.38819E-05STAGE=1 FROMTHESTAGEINCLUDINGANYSIDEPRODUCT. 1-0.14997E+09-2-0.14997E+09-3-0.14992E+09--0.14448E+09--0.14432E+09--0.14418E+09--0.14405E+09--0.14059E+09--0.14057E+09-

123****MASSFLOWPROFILES

10.1184E+0620.1105E+06

25250.1061E+06260.1061E+06270.1234E+06280.1233E+06680.1223E+06690.1305E+05 3 123 123 123 123(二）间接序列生成报告BLOCK: MODEL: -FEED STAGE28OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE 0.284749E-****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT CCMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-TYPE

STREAMS:CON1 STREAMS:CON1 DEW 0.10388E-05STAGE=BUBBLE 0.55394E-05STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.21807E-05STAGE=28COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.64572E-05STAGE=15 FROMTHESTAGEINCLUDINGANYSIDEPRODUCT.

1-2---------

12****MASSFLOWPROFILES

10.1112E+0620.1042E+06270.1043E+06280.1346E+06290.1351E+06300.1353E+06310.1354E+06320.1354E+06750.1344E+06760.1300E+05 12 12 12 12 12BLOCK: MODEL: -CON1 OUTLETS-PROPANESTAGE STAGE