Aspen软件培训案例

ASPENPLUS软件培训案例

常压系统流程模拟计算2

减压系统流程模拟计算6

催化分馈塔流程模拟计算10

催化吸收稳定系统流程模拟计算14

MDEA脱硫流程模拟计算20

炼厂含硫污水汽提流程模拟计算27

MTBE装置流程模拟计算31

DMF萃取精储流程模拟计算37

丁二烯脱水流程模拟计算39

甲乙酮脱水流程模拟计算42

VCMPLANTMODEL46

VCMManufactureandProjectGoals47

Section100-DirectChlorination5()

Section200-0xychlorination52

Section300-EDCPurification59

Section400-EDCPyrolysis61

Section500-VCMPurification64

RunningAspenTechVCMModels66

References68

酸气碱洗流程模拟计算69

乙烯裂解气碱洗流程模拟计算71

水-异丁酸-丁酸间歇精馆流程模拟计算74

流程优化模拟计算77

冷凝器、再沸器计算及安装高度计算79

非库组份物性估计79

乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例81

模拟模型的数据拟合82

应用示例82

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及

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

压塔进料产品及出料产品之间的焰差，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，及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

(Ml)、常压塔(T101)o

o

图1常压系统模拟计算流程图

CGAS原油中瓦斯，OIL原油：W塔顶切水，GAS-常顶气，GN常顶油：CP1常一线：S1常一线汽提蒸汽CP2常二线：S2常二线汽提蒸

汽：CP3常三线:S3常三线汽提蒸汽:C4常四线产品:SS常底汽提蒸汽：CB常底油

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.进出科参数

进

出科贵Kg/h进料压1120112N2C02II2ScmC2II6C2IMC3H8C3II6NC41C4丁船1异丁优顺T反丁烯1C5C5-

料

力烯-2-2

温

度Kg/cu2

常乐瓦斯268110.5720.260.0940.3432.82896.78140.6740.6360.5(M21.39420.54020.26950.2540.02861.76581.0678

愉IP10130%50%70V90%EP比皿产男抽出板

程

常顶汽油1116741061371610.7273

5367

本•我6250111331461601782010.792210

京二线30667111982222542913090.843122

常三战20667112603123373663780.86631

常四线3250112433493954104274504880.892711

减顶油155011861121672222723213540.8257

减•线8333112302603003403820.8778

减垓62500113173754104274504880.8927

减三线14167113684344711945315690.9264

减四线975011370416173501526538/750.9372

诚11520/13540/17.880.9798D1I60数据

塔底蒸汽44011

2100

常一、三44011

汽提蒸汽各

100

2.单元操作参数

表1.2单元操作参数

T1常压分储塔

常压炉过汽化率操作压力1.3全塔压降0.30

3%(WT)Kg/cm2kg/cm2

抽出板/返回板中段回流量中段回流取热量

中段回流116/1465000Kg/h1.80Mkcal/h

中段回流228/2457000Kg/h4.10Mkcal/h

中段回流340/3610000Kg/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原油蒸锚数据的重要性

3.2过汽化率

3.3热平衡及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180c

变量塔顶产品量

三、软件版本

ASPENPLUS软件12.1版大，文件名ERC250-C.APW

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，抽出的侧线产品及原油换热后，冷却后出

装置，减压塔进料产品及出料产品之间的焰差，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，及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(Ml)、减压塔(T102)o

o

T102

tj2}o

o

I=XCB]~■

{JB}

图27减压系统模拟计算流程图

JGAS减压瓦斯，CB常底油：1进减压炉油；JT减顶污油：J1减一线：J2减二线：J3减三线：J4减四过汽化油：JB减底渣油

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

进

进

出科整Ks「h进料ICOIE02您anC2fiC3MC3B(36NC4IG1丁烯-异T顺「反丁IC5C5=

料

料

压力1烯烯-2烯-2

温

组

度

m成

砌成撕26811a5720260.31328289&7814a6741636ft5012L3M2a5102O.33K5ft251ft02861.76581.06781

IP1CK通5(K704泯印昨产品抽出板

程

减瞬1网1186112167222272321防a8257

战我833311Z»360300310382a87783

5^6290011317375410427450胡8a®277

喊津丽11368锄471，阴531S»asoai9

脚噂椒11370•M6173501536538，死a«J7212

减渣的115amS3Q/1354cm.8819798

2.单元操作参数

表2.2单元操作参数

T1常压分储塔

减压炉过汽化率操作压力mmHg20全塔压降mmHg10

3%(WT)

抽出板/返回板中段回流取热量

中段回流13/1温差721.39Mkcal/h

中段回流27/4温差905.70Mkcal/h

中段回流39/8温差947.9515Mkcal/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产品分布及取热关系

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入口物流号出口物流号

号

Ml减压进料混合器MixerMl

T102减压塔ColumnT1

三、软件版本

ASPENPLUS软件12.1版本，文件名ERC250-V.APW

催化分储塔流程模拟计算

一、工艺流程简述

催化裂化是我国最重要的重质石油储份轻质化的装置之一。它由反再、主

分储及吸收稳定系统三部分所组成。分储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。分微系统主要由分福塔、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。

催化分储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(Ml)、催化分储塔(T2014)o

T201-GAS-*

图37催化分储系统模拟计算流程图

FEED进分馆塔油汽：SS塔底汽提蒸汽;GAS塔顶气:COIL轻柴油，SS1柴油汽提蒸汽：HOIL回炼油；YJ油浆:

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

进

出料用Ku/h进料进料压1120COC02AIRClllC2II4C3II8C3II61C4NC4J'异丁顺反IC5NC5C5=NC6II2S

温度力科w；-烁TT

姐

Kx/cn21恬-好

m成22

冏气233000.93.81013.43.15.8416.16.72.13.053.12.43.70.64.83.12

储IP10%30%50%70t90%印比正产品抽出极

程

粗汽M673204054761031381791980.723

轻柴沌550001892222472713053173620.906810

吸收迎回柴油170001892222472743053473620.9068

回炼汨297002903954355380.936628

油浆8)30226407468538/870.9927

进料中蒸汽121204922.7

塔底汽捉蒸汽量88(128011

汽提福汽城10O28011

2.单元操作参数

表3.2单元操作参数

T201催化分储塔

操作压力Kg/cm22.50全塔压降Kg/cm20.30

抽出板/返回板中段流量

中段回流14/123D000Kg/h11.0Mkcal/h

中段回流214/12198000Kg/h12.8Mkcal/h

中段回流326/2425000Kg/h1.08Mkcal/h

中段回流432/32300000Kg/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入口物流号出口物流号

代号

Ml进料油汽混合器MixerMl

催化福塔DistillationT201

三、软件版本

采用ASPENPLUS软件12.1版本，文件名CHT201.APW

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储份轻质化的装置之一。它由反

再、主分储及吸收稳定系统三部分所组成。分储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。分镭系统主要由分镭塔、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，不少催化装置分储系统

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偌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。一般包拈四个塔笫一塔为吸收塔，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，用催化分储塔米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储系统。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)o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)o

图4-1催化吸收稳定系统模拟计算流程图

GGGAS干气；LLPG液化气；GGOIL稳定汽油：PC01L贫柴油；PGAS干气：FCOIL富柴油；二汽油；LPG液化气；WDG0IL5稳定汽

油产品;D301平衡罐:C10301吸收塔，C10302解吸塔，C10303再吸收塔,C10304稳定塔

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/1I进料进料12M202COC02C1I4C2II6C2H4C3H6C3H8IC4吃4BUT1IBTE反丁顺丁\C5

叫压力组成烯・2烯-2

马"Pa.GM0L%

<

干气14500Kg/h421.2115.28813.4330.60.7952.57930.68211.79421.222.6740.5030.2180.0150.0590.0920.0170.0030.078

液化气85000Kg/h121.211.00.6940.667.6711.963.619.09.559.396.01

馄程IP10%3s50%70%90%EP比重

稳定汽油121.2139.55277.5163.51950.716

115000Kg/h

贫柴油40000Kg/h：22.21192219.5253.53093380.9018323/95

2单元操作参数

表4.2单元操作参数

F1进料闪蒸跳C10301吸收塔C10302脱吸塔C10303再吸收塔010304稳定塔分流器SP1

汽化率0.46157操作压力MPa.G1.171.271.151.05WDG0IL2流量60000Kggh

温度C48全塔压降MPa0.040.040.940.05分流器SP2

中段回流1

D3C1平衡罐抽出板/返回板3/3（理论）

温度C35流量Kg/h90000

压力Mpa.G1.19返回温度C2712流量55000Kggh

中段回流2E302出口温度55c

F2平衡罐抽出板/返回板5/5（理论）

温度C48流量Kg/h120000

压力MpaG9.22:返同温度r27

中段回流3

P301抽出板/返回板7/7（理论）E303冷流出匚温度117℃

压力Mpa.G1.35流量Kg/h120000

效率%70返回温度”c28

中段回流4

P303抽出板/返回板9/9（理论）C39出口温度30c

压力Mpa.G1.90流量Kg/h120000压降0.D2MPa

效率先70返回温度C28

P305实际板数/理论板30/1230/1230/950/37

压力Mpa.G2.39进料板油塔顶/气塔底油塔顶/气塔底油塔顶/气塔底15

效率外70

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C1(1304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塔顶产陆量(初值冷激器温度40c

33024Kg/h)

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ASPENPLUS软件12.1版本，文件名XST301.APW

MDEA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C02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112s和C02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C02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，ASPENPLUS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C02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及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及富胺液换热，再冷却后，回

到吸收塔(T301)o所涉及主要模块有吸收塔(T30：)、胺液再生塔(T302),贫胺

液泵P1。

IT

图6TMDEA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：LVDEA再生后贫胺液：H2s酸气；MA-MDEA补充皿EA：MA-H20补

充水；循环MDEA贫胺液

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

进料量进料进料压力进料组H20C02H2N2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6IC4NC4IBTEIC5COH2S\IDEA

KG/H温度ATM成

GAS3000401.50VOL%0.138.7589.81.23

m3/h9

PMDEA20401.50m8020.0

000

2单元操作参数

表6.2单.元操作数据

T301T302

操作压力ATM1.501.30

全塔压降kg/cm20.30.30

理论板数1211

进料板塔顶/塔底1

板效率%

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ASPENPLUS软件12.1版本,文件保KMDEA.APW

四、例题2

Q2)Temperature(C)

〉5252〈

〈)Pressure(atm)

解.一)|；GAS”二:

ye0°〈〉〈MassFlowRate(kg/hr)

&〉2621〈

[TWarnings

|SOURf-O

G^).IC-401

〉呷寅

；—X4J鼠

)12585(

〉17.8〈

Vg-

O

IO

图2MDEA脱蕉装置模拟计算流程图

1、装置进料数据

PMCASCAS1LPGLPG1MlM2MUM22PMSOUR

TemperatureC35.540414039104043.539.1121.410

Pressureatm9.6749.879.38415.415.49.879.879.67416.41.9621.575

VaporFrac0.0071100000001

MoleFlowkino1/hr1375.922218.584202.434183.143159.815553.011783.433569.162806.761277.63598.287

MassFlowkg/hr30560.495836.365251.5958564.067588.337120001700012584.7717975.7227939.922620.571

VoluneFlow1/min878.5689204.219022.436279.398247.609200.072287.782215.369311.652493.68726309.33

EnthalpyMMkcal/hr-93.86-2.309-1.817-2.082-2.002-38.56-54.726-39.053-54.807-87.096-3.884

MassFlowkg/hr

H2C23161031.48506.3589599.5213599.329568.03513592.9622139.511021.486

MDEA5799.0340000.6762399.883399.832399.883399.1545799.0090.025

H2S436.673246.220.755190.260.5010.60.85246.065190.6091.397435.276

CO6.51123.89117.3800006.51006.51

C02234.502259.5425,0380000234.50200234.502

AIR9.8961457.21447.30400009.896009.896

CII435.6181050.641015.022000035.6180035.618

C2H630.0841188.111158.026000030.0840030.084

C2H433.218995.96963.3450.950.3460032.6150.604033.218

C3H888.6537.7136.6671506.011418.403001.01387.607088.65

PRCPY-01606.105158.82154.5323813.763211.943004.288601.8170606.105

ISCBU-0130.355113.12108.3331198.341172.772004.78725.568030.355

N-HUT-O111.08747.9945.259391.38383.024002.7318.356011.087

1-BUT-0129.63949.6347.32471.63444.301002.3127.329029.639

ISCBU-023.8-19o068.9265.0710003.84903.849

TRANS-O123.90446.3243.688436.54415.268002.63221.272023.904

CIS-2-0119.00761.2157.Hl312.72297.482003.76915.238019.007

N-FEN-011.3600173.55172.190001.3601.36

2.单元操作参数

表单元操作数据

C-401C-402C-403

操作压力ATM9.38415.401.575

全塔压降kg/cm20.31.00.40

理论板数201021

进料板塔顶/塔底塔顶/塔底4

初值1

塔顶产品2200kg/h

初值2

______回流比2.50

3.设计规定

C-401C-402C-403

热力学ELECNRTLUNTFAC-LLELECNRTL

真实组份真实组份

收剑方星：宽沸程

收剑方法：标准

阻尼：中