(完整word版)使用PROII模拟精馏塔设计流程--图文
精馏塔设计流程范文
精馏塔设计流程范文精馏塔是一种用于将液体混合物分离成不同组分的设备。
其工作原理是利用不同组分之间的沸点差异将混合物加热，使组分分别沸腾，然后再冷凝后收集。
设计一座精馏塔需要进行一系列的流程和工作。
1.确定设计的目标：首先需要明确需要设计精馏塔的目的和使用要求。
这可能包括所需的分离效率、产品质量要求、处理量和工艺参数等。
2.收集混合物的物性数据：混合物中各组分的物性数据对于精馏塔的设计非常重要。
这些数据可能包括组份的沸点、蒸汽压、相对挥发度和相对密度等。
3.选择工作模式：根据设计目标和混合物物性数据，需要选择适合的工作模式。
常见的工作模式包括连续精馏、批量精馏、真空精馏和气体吸附精馏等。
4.进行精馏塔塔板或填料的选择：精馏塔塔板或填料是用于增加接触面积和促进质量传递的关键组件。
根据工作模式和设计要求，选择合适的塔板和填料类型。
5.进行塔板或填料的布置：根据工艺和操作参数，在塔内适当位置布置塔板或填料。
通常，塔底部布置粗分区域，塔顶布置精分区域。
6.确定加热装置：精馏塔需要加热混合物以使其分离。
根据物性数据和工艺要求，选择合适的加热方式和装置，如蒸汽加热、电加热或燃气加热等。
7.设计冷凝装置：冷凝装置用于将蒸汽冷凝成液体，以便从塔顶收集分离的组分。
根据物性数据和工艺要求，选择合适的冷凝方式和装置，如冷凝器、换热器或溢流冷却器等。
8.进行传热与质量传递计算：在设计精馏塔时，需要进行传热与质量传递计算，以确定塔板或填料的数量和布置方式。
这些计算包括焓平衡、传热传质系数和传质速率等。
9.进行流态计算：流态计算是为了确定混合物在塔内的流动方式和塔板的设计。
这可以通过使用质量守恒和动量守恒方程来进行计算。
10.进行塔内压降计算：塔内压降是设计过程中需要考虑的一个重要参数。
根据流态计算结果，计算塔内各段的压降，并确保在正常操作条件下塔内的压力降低不过大。
11.进行安全性分析：在设计精馏塔时，需要考虑安全性因素，如泄漏风险、高温高压和爆炸风险。
化工流程模拟软件PRO-Ⅱ介绍和基本应用
25
单元操作数据输入 • 塔输入
–塔板数:理论板,板效率的估计。 –产品初值的给定：特别是侧线产品，如果不作为变量是
固定，因此对收敛影响很大。 –规定和变量的意义？ –塔规定和变量的选取：对计算结果和收敛影响很大。
• 三大软件总体功能大体相当； • 国内化工流程软件有青岛化工学院开发的ECSS(化工之星
),大连理工大学开发的CHEEST,但是其应用深度和广度、 商业化程度上难与国外软件相比。
3
流程模拟在石油化工企业的用途
• 模拟优化工艺过程 • 评估各种装置结构 • 寻找瓶颈消除故障 • 翻新改进现有装置 • 设计新的工艺流程 • 提高企业经营效益
37
进料位置优化结果
脱乙烷塔有三个进料口,分别是第7、17、23、折算成理论 板加上冷凝回流罐一个理论板，模拟理论进料口为，6、 14、18；
运用优化器进行进料位置的优化，优化结果显示，最佳进 料位置在第12.2块理论板，为第15块实际板，此板离第17 块板最近，所以当前进料位置合理；
38
目录
wwwdocincom17脱乙烷塔流程示意图及主要操作条件进料状态温度压力mpa组成3035c2086c32648c37266进料流量21000塔顶温度5617234814183738feedbottopbot温度压力流量61245mpa19620c2c3c327417182流量800压力235mpa温度45组成c22695c3427c36878塔板效率按经验取075wwwdocincom18六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom19六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom20六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom21六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom22六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom23六步法流程模拟画流程图定义组分选择物性方法定义物流定义单元操作运行模拟wwwdocincom24如何保存打开运行已有的模拟流程文件
PROII 教程之精馏篇
PRO/II培训材料之二精馏专题编写人：Polyup2002年10月目录精馏塔模型 (4)基本概念 (5)理论板 (5)塔压 (5)进料与产品 (5)进料方式 (6)冷凝器 (7)再沸器 (8)管壳式换热器 (9)热虹吸换热器 (9)侧线换热器 (10)泵回路 (10)相及热力学 (11)侧线塔 (11)闪蒸区Column Flash Zone (13)性能指标(设计规范) (13)板效 (15)水力学计算 (17)Calculation Type (17)Trays (19)Random Packing Types (23)Structured Packing Types (24)算法 (25)算法 (25)收敛参数 (28)初始化方法 (29)计算实例 (31)乙苯/苯乙烯填料塔的设计 (31)氯乙烯单体脱HCl塔的标定 (33)C2 Splitter with side heater (37)H2O/Hydrocarbon System (41)Hydrocarbon ( two phases) System (43)脱丁烷塔 (45)吸收塔 (48)丙酮/水塔 (51)酸水汽提 (55)萃取 (58)收敛问题解决方法总结 (63)原油蒸馏 (66)原油掺混 (66)预蒸馏 (83)常压蒸馏塔 (91)减压蒸馏塔 (98)精馏塔模型基本概念理论板The trays are considered linked, with the equilibrium vapor from each tray entering the next higher tray and the equilibrium liquid from each tray feeding the next lower tray.塔压每块板上的压力必须指定在塔的算法中并不能改变塔的压力但是可以通过CONTROLLERS, MVCs和OPTIMIZER CaseStudy来改变塔内压力分布可以在运算时根据塔的水力学计算结果来可以更新进料与产品可以有任意多个进料一股进料也可以进到任意一块板上每个塔必须至少有一个塔顶产品和塔底产品侧线产品可以从任意一块板上采出侧线产品可以是气相也可以是液相还可以是气液混相对于塔内部物流可以用虚拟物流(Pseudoproducts)来定义进料方式单相进料所有的物流都进到进料板上也就是液相进料计算到进料板的上一块板气相进料计算到进料板的下一块板混合相进料有两种方式♦板上进料On Stage气液都进入到进料板上♦板间进料Above Stage进料绝热闪蒸后进料注意♦缺省进料方式是板上进料♦ 如果进料是气相即使指定是板间进料计算时仍然按单相进料同板上进料处理将所有气体进入到指定的进料板上♦在关键字文件中可以分别指定多个进料的不同进料方式This option best simulates a typical feed nozzle projecting into the vapor space so that the liquid portion of the feed drops to the liquid below and the vapor portion mixes with the vapor traveling to the tray above.冷凝器PRO/II 支持五种冷凝器Partial♦♦ ♦ ♦ ♦ Partial with liquid production withdrawn Bubble TemperatureSubcooled, Fixed Temperature Subcooled, Fixed Temperature Drop注意♦ 对于部分冷凝器当有液相采出时其给定的采出速率必须合理否则造成塔不收敛推荐指定冷凝器的温度计算采出速率部分冷凝器的塔顶产品是指气相产品其他冷凝器的塔顶产品是指液相产品♦♦ 对于过冷的冷凝器虽然在实际功能上已不是一块理论板但是在输入处理时仍然将其作为第一块理论板♦ 若指定是过冷条件并不是真正的过冷会采用泡点温度并给出警告信息需要用户自行检查和选择合适的冷凝器冷凝器的板效永远是1♦♦ 冷凝器支持VL和VLL 计算当在VLL 时可以有第二个液相采出对于水/烃类系统可以采出自由水再沸器有两种再沸器管壳式换热器和热虹吸换热器仅对Inside-Out and Enhanced I/O算法提供注意♦热虹吸仅对Inside-Out and Enhanced I/O算法提供♦ 热虹吸不能与侧线塔一起计算管壳式换热器管壳式换热器模拟为一块带有热负荷的理论板管壳式再沸器的热负荷完全应用到理论板塔釜产品的温度与再沸器的流出温度相同热虹吸换热器热虹吸再沸器模拟为带有泵回路的理论板热虹吸再沸器的流出温度比塔釜产品的流出温度高热虹吸再沸器的热负荷仍然完全应用到理论板上但是计算理论板上的组成和温度与再沸器的不相同PRO/II有两个模型不带挡板的热虹吸再沸器和带挡板的热虹吸再沸器对于热虹吸再沸器必须提供一个操作条件液体/气体返回分率(Return Liquid)缺省为50mol%♦ Temperature: The reboiler exit temperature for the circulating fluid. ♦ ♦ ♦ Temperature Change: The reboiler exit temperature minus the temperature at thereboiler sump.Circulation Rate:The rate of circulation through the reboiler. 侧线换热器 可以在任何一块板上添加换热器加热或冷却 对于非绝热操作可以定义塔的热损失Column Heat Leak 泵回路PRO/II 支持从任意一块板到同一块板或者另一块板的泵回路计算 泵回路可以是全部或部分采出以下物料 板上的液相第一个液相第二个液相气相 在泵回路中可带有换热器必须指定采出板和返回板而且指定下列变量中的两个流速♦ ♦ ♦ ♦ 温度温度差气/液相分率热负荷♦ 注意 DT 正值代表温度降低负值代表温度升高 ♦气相分率仅仅在存在VL 相或VLL 相时才有效对于LL 塔无效 ♦ 压力可以指定也可以不指定缺省的泵回路压力是采出板上的压力 ♦ 假设泵回路进出换热器的相态相同 ♦对于CHEMDIST 算法不支持泵回路的计算 ♦PA 中的换热器不能是塔底再沸器 ♦The duty is always placed on the return tray.♦ ♦ ♦ 相及热力学支持气液平衡计算 对于烃类系统在冷凝器支持自由水的计算可以将水作为一个单独的水相采出 支持气液液三相平衡计算另一液相可以是水相也可以不是水相♦ 可以对塔内不同的区段选择不同的热力学方法♦ 例如在VLL 系统中通常只有有限的几块板是三相体系因此可以对所涉及到的板采用三相热力学方法从而可以大大节省计算时间♦ 侧线塔 复杂塔经常有侧线塔例如原油蒸馏塔在PRO/II 中侧线塔作为一个单独的单元在流程中画出但是在计算时并不一定单独作为一个模块进行计算而是与主塔联立求解 两种侧线塔 side strippers♦ ♦ side rectifiers仅仅Inside-Out, Enhanced I/O and Sure 算法支持带有侧线塔的复杂塔的计算侧线塔的计算算法与主塔相同 侧线塔从主塔进料至少有一个产品回到主塔也至少有一个产品不回到主塔成为主塔的外部产品 一个主塔的可以拥有多个侧线塔Solution methods for side columns vary with the algorithm. The Inside-Out (and Enhanced I/O) algorithm merges the side column with the main column and solves the complex column arrangement simultaneously. There are three benefits to this approach:1. The simultaneous method results in more precision in the solution2. The simultaneous solution is more efficient and uses less computing time3. The simultaneous solution provides more flexible product specifications.For example, the latter benefit permits the use of both a D86 (5%) and a D86 (95%)specification for a side stripper product. To solve this same set of specifications with the Sure method requires the use of a multi-variable controller unit, wrapped around the main column/side column units.The Sure method solves each side column separately from the main column and uses recycle streams to relate the side column and main column. While special recycle logic is used to converge the column/side column recycle problem, this method has three disadvantages when compared to the Inside-Out column simultaneous treatment :1. The solution is less precise since a recycle stream tolerance is used in addition to thecolumn equation tolerances2. The recycle approach is much slower3. Main column variables (except the main column draw rate) cannot be directly related tothe side stripper products. This makes it necessary to use controllers to solve for more than one specification on a side product.NotesSide strippersSide strippers are widely used to control the front end volatility (flash point) of liquid products such as diesel fuel and kerosene. The liquid product is drawn from the main column and charged to the top tray of the side stripper which typically has 6 to 10 actual trays. A stripping medium (usually steam) is fed to the bottom tray of the side stripper to strip about ten percent of the liquid feed (the lightest material) which is then returned to the main column for further fractionation together with the stripping medium. The stripped liquid is withdrawn from the bottom tray of the stripper as a finished product. Steam side strippers have an overall tray efficiency of about 25 percent and can be represented with two theoretical trays.A variation in side stripper design is the use of a reboiler on the bottom of the side stripper to "heat strip" the liquid feed. No stripping medium is used for reboiled side strippers. The advantage of this arrangement is a smaller stripped vapor return stream to the main column which reduces the vapor loading for the main column. Reboiled side strippers have higher tray efficiencies than those which use a stripping medium. Therefore, three to five theoretical trays are typically used to model these strippers.Side strippers do not normally have any other items of equipment such as condensers, pumparounds, side heaters/coolers, etc. Only the Sure method permits the use of a condenser on a side stripper. This capability may find utility when modeling some unusual types of column configurations.Side RectifiersSide rectifiers are used to remove heavy materials from vapor draw products by providing a rectification section. The vapor draw from the main column is fed to the bottom tray of the side rectifier which may have a large number of trays. The side rectifier must have a condenser or cooling duty at the top to condense the liquid reflux which is used to rectify the vapor product.The overhead product from the side rectifier is removed as a finished product. The liquid from the bottom tray is returned to the main column for further fractionation.The side rectifier corresponds to the rectification section of a conventional distillation column. An overall tray efficiency of 45 to 55 percent is reasonable for many applications.Side rectifiers do not normally have other items of equipment such as pumparounds, sideheaters/coolers, etc. Reboilers are never used for these columns.闪蒸区Column Flash Zone用于塔板上的加热炉的模拟模拟时作为一块理论板因此用户必须自行检查和修正理论板的数目可以有多个Column Flash Zone仅仅Inside-Out算法支持Column Flash Zone的计算用户可以提供以下数据Fired Heater Efficiency ?The default is 0.85.♦♦ ♦ ♦ Liquid Fraction Bypassing the Flash Zone ?The default is 0.99. Vapor Fraction Bypassing the Flash Zone ?The default is 0.99. Transfer Line Temperature Drop ?The default is 0.0.性能指标(设计规范)设计分离装置就是要求确定各个物理量的数值如进料流率浓度压力温度热负荷传热面大小以及理论板数等这些物理量都是互相关联互相制约的因此设计者只能规定其中若干个量的数值这些变量称为设计变量如果设计过程中给定数值的物理量数目多于或少于设计变量的数目设计都无法完成对于分离塔当塔结构确定后如果给定进料速率塔压各类热负荷以及侧线采出速率后就可以完全满足设计自由度的要求未给出塔的性能指标时塔的变量的属性对塔的某一可变属性(vary)的指定都必须要求变化某一不变(Fixed)的属性在PRO/II 中可以改变进料负荷侧线采出三类的数据塔压在塔的计算内部不可改变通常可以指定以下可变属性指定产品物流的性质♦♦ ♦ ♦ 指定内部流股的性质指定回流或回流比指定负荷的性质此负荷也必须存在于改变的变量中注意侧线塔的性能指标是与主塔联立在一起的♦板效所有的模拟计算都是基于理论板的假设在板上气液达到了平衡实际塔有偏离必须应用板效来修正三种板效模型可以对某块板指定板效也可以对某种组分指定板效所有的板效模型都有一定的局限性应该根据实际情况仔细选择Tray efficiencies for individual componentsTray efficiency data are considered to apply to all components on the tray. Individual component efficiencies may be changed from the global values in the table by pushing the Modify Component Tray Efficiencies button to display the Column Component Tray Efficiency Data Window.Tray efficiencies for individual components are provided using this window. If global tray efficiencies have been provided in the Tray Efficiency Data Window, the global values are selectively replaced with the component tray efficiencies entered in this window.水力学计算Hydraulic calculations may be used to size the trays or packings for new columns and rate the performance for existing columns using the calculated loadings and properties. A column may be divided into several sections for the hydraulic calculations to allow for differences in the tray mechanical details, packing sizes, etc.Hydraulic calculations may not be performed for the condenser and reboiler.Tray models include valve, sieve and bubble cap.Packings may be random or structured.Calculation TypeColumn Tray Rating♦♦ ♦ ♦ ♦ ♦ Column Tray SizingColumn Structured Packing Rating Column Structured Packing Sizing Column Random Packing Rating Column Random Packing SizingTraysRandom Packing TypesStructured Packing Types算法算法The Column Algorithms describe the calculation algorithms available. The Inside-Out algorithm is selected as the default algorithm. This method solves a wide variety of vapor/liquid staged column models quickly and efficiently. Other methods are provided for columns with two liquid phases and/or highly non-ideal thermodynamic systems. All column algorithms are iterative in nature starting from Column Initial Estimates which you supply and/or internal estimation techniques. You may supply tuning factors and revised convergence criteria for the algorithm as described in the Column Convergence Data Window and may change the limit on the number of calculated trial solutions.收敛参数初始化方法计算实例乙苯/苯乙烯填料塔的设计进料总流速 27550 lb/mol温度 110C 压力 760 torr 组成质量分率乙苯 0.5843 苯乙烯 0.4150 重组分正十七烷 0.0007进料位置 16 进料方式 On Stage填料塔理论板 5553+再沸器+冷凝器回流比 6 溜出液速率 16700 lb/mol 压力冷凝器 45 torr 塔顶 50 torr 回流 40 F,仅仅回流液过冷 填料Norton 2-in IMTPHETP =2.2 ft 液泛 <0.8热力学 NRTL请问1 塔底温度和压力Stream Name Stream Description PhaseTemperature Pressure Flowrate Composition EBENZENE STYRENE NC17CTORRLB-MOL/HRFEEDLiquid100.000760.002261.4750.5800.4200.000ETHBZ-PDVapor57.93650.0001101.8550.9630.0370.000STYR-PDLiquid93.798152.787104.0650.0000.9990.001S1Liquid55.51945.0001101.8550.9630.0370.000S2Liquid55.51945.000157.4070.9630.0370.000S3Liquid55.51945.000944.4480.9630.0370.000S4Liquid7.22245.000944.4480.9630.0370.000氯乙烯单体脱HCl塔的标定进料lb/hr 总流速 260000F温度 135psia 压力 170组成质量分率HCl 0.195VCM 0.335EDC 0.470进料位置 18进料方式 AboveStage板式塔理论板 3331+再沸器+冷凝器回流比 .7(estimation)F再沸器温度 181.45冷凝器压力 168psiapsia再沸器压力 174热力学 P-R讨论1用什么算法2 若采用板上进料会如何3 画出塔板温度图Tray Number135T e m p e r a t u r e (F )040.080.0120.0160.0200.0COLUMN T1Temperature4 画出塔板上液相的组成分布图所有组分Tray Number135F r a c t i o n00.200.400.600.801.00COLUMN T1Liquid Fraction of HCL Liquid Fraction of EDCLiquid Fraction of VCM 5 冷凝器和再沸器负荷是多少-7.5126 MBTU/hr 6.8116 MBTU/hr 6 塔顶产品中各种组分的回收率是多少 7 哪块塔板是判断液泛的关键塔板(4)8 哪块板有最大的DC backup/Tray Space 比(34) 9所预测的塔的压力降有多大(3.427 psia)C2 Splitter with side heater371. Feed Composition and ConditionComponent Flow rate (kmol/hr)Methane 0.4Ethylene 2557.3Ethylane 597.5Propylene 0.6kg/sqcmPressure 25.6Vapor fraction 1.0 (Saturated)2. Column ConfigurationNumber of Stages 120Condenser Type PartialFeed Location 95Feed Type Above StageReboiler Type KettleSide Draw Location 103. PA SpecificationStage Location 95Draw Rate 2850 kmol/hrReturn Vapor Fraction 0.94. Column SpecificationCondenser Duty -0.12 MKcal/hrSide draw rate (estimate) 2540 kmol/hrDistillation rate 13.5 kmol/hrStage 2 heat duty (estimate) -22.5 Mkcal/hrCondenser Pressure 19.33 kg/sqcmReboiler Pressure 21.13 kg/sqcm5. Temperature EstimationCStage1 -35Stage 2 -32 CStage 120 -10 C6. Design Specification(a) Manipulate stage 2 heat duty to achieve an ethane mole fraction of 0.0006 in the sidedraw.(b) Manipulate side draw rate to achieve an ethylene mole fraction of 0.0099 in the bottoms7. Property SetUsing SRK property set.H2O/Hydrocarbon System411. Feed Composition and ConditionComponent Flow rate (kmol/hr)NC4(C4H10-1) 10NC6(C6H14-1) 10H2O 2atm Pressure 1Temperature 60C2. Column ConfigurationNumber of Stages 8Condenser Type TotalFeed Location 5Feed Type On StageReboiler Type Kettle3. Column SpecificationVapor Boilup from Reboiler 50 kmol/hrDistillation rate 12 kmol/hrColumn Pressure 1 atm4. Property Set问题1有水存在用什么物性方法2用哪种收敛算法Hydrocarbon ( two phases) System431. Feed Composition and ConditionComponent Flow rate (kmol/hr)NC3 100NC4 100NC10 200kg/sqcmPressure 2CTemperature 4002. Column ConfigurationNumber of Stages 10Condenser Type PartialFeed Location 9Feed Type On StageReboiler Type Kettle3. Column SpecificationL1 436kmol/hr Distillation rate 200 kmol/hrCondenser Pressure 1.03 kg/sqcmTop Tray Pressure 1.2 kg/sqcmReboiler Pressure 1.5 kg/sqcm4. Property SetSRK问题1此问题难收敛为什么如何解决脱丁烷塔455. Feed Composition and ConditionComponent Flow rate (kmol/hr)N2 1CO2 36C1 622 C2 668 C3 890 IC4 354 NC4 590NC5 350NC6 560NC7 1100 C7+ 3100bar Pressure 16C Temperature 7C7+: NBP: 120 C, Grav=0.75, MW=1106. Column ConfigurationNumber of Stages 20Condenser Type PartialFeed Location 10Feed Type On StageReboiler Type KettleConstant Pressure 50 bar7. Column SpecificationReflux Ratio 3.0Distillation /Feed (molar) 0.388. Property SetPeng-RonbosinTemperature, C-200.0-100.0100.0200.0300.0P r e s s u r e , b a r012.024.036.048.060.0PHASE ENVELOPE PH1S1 - L/F=0.500000Critical Point S1 - L/F=0.000000S1 - L/F=1.000000吸收塔481. Feed Composition and ConditionStream: Gas-InComponent Flow rate (lbmol/hr)H2ON2 100 CO2 100psia Pressure 14.7F Temperature 40Stream: WaterComponent Flow rate (lbmol/hr)H2O 1650 N2CO2Pressure 14.7psiaF Temperature 402. Column ConfigurationNumber of Stages 20Condenser Type NoFeed Location 1, 20Feed Type On StageReboiler Type NoConstant Pressure 14.7 psia3. Column Specification4. Property SetNRTL比较:将N2,CO2作为亨利组分与不作为亨利组分计算结果有何不同STREAM ID BOTTOM GAS-IN GAS-OUT WATERNAMEPHASE LIQUID VAPOR VAPOR LIQUID FLUID MOLAR PERCENTS1 H2O 99.9380 0.0000 0.8311 100.00002 N2 8.1431E-04 50.0000 49.8324 0.00003 CO2 0.0612 50.0000 49.3364 0.0000TOTAL RATE, LB-MOL/HR 1649.3544 200.0000 200.6456 1650.0000FLUID MOLAR PERCENTS1 H2O 98.6892 0.0000 0.9055 100.00002 N2 0.0619 50.0000 55.0623 0.00003 CO2 1.2488 50.0000 44.0322 0.0000TOTAL RATE, LB-MOL/HR 1670.2657 200.0000 179.7343 1650.0000。
使用PROII模拟精馏塔设计流程--图文
脱轻塔模拟shortcut
运行结果
可以看出最小回流比为5.58，最小理论板数75
因为利旧塔板数为106，塔板效率按70%算，操作塔板数为74.2,塔板数不满足，更改分离要求，塔顶正己烷含量提高至6%。
运行结果如图
由图可知，综合考虑塔板数和回流比，选择理论板数74，进料位置22.49，回流比选择最小回流比的两倍8.84。
塔顶关键组分3MP塔底关键组分HEXANE 计算两纯组分在0.04MPag下的泡点（露点温度）分别为74和79℃，又两者在45摄氏度下均为液体，说明塔顶压力设置在0.04MPag是可行的。
塔板压降和塔顶压力主要看塔顶和塔顶的温度。
通过不断更改塔顶压力和塔板压降达到所需温度。
塔底再沸器设计因为塔底气相返回设置为20%，塔底物流经过再沸器的温度变化不大，故再沸器设计时选用固定再沸器热负荷的模式。
ProII化工模拟软件教程
炼油和气体工艺的应用（续）
润滑油和溶剂油沥青系统：SRK/P、SRKM。 天然气系统
SRK/PR/BWRS 对于大部分烃和水烃系。 SRKKD 对于水烃高压系统，不包含极性组分。
SRKM/PRM包含水和其它极性组分，严格两相。
SRKP/PRP包含水和其它极性组分，严格两相。
软件使用介绍
如何打开，运行以有的模拟流程文件？
直接打开，*.prz，prl文件 导入*.inp文件
新建流程模拟
七步法流程模拟 通过Inp文件建立模拟流程
察看及生成结果报告
七步法流程模拟
画流程图
定义组分
选择方法
定义物流
定义单元操作
运行模拟
察看结果
实例一、天然气分离
问题描述：天然气中除了主要的甲烷之外， 还有一些低碳的烃类，这些低碳组分可以通 过压缩闪蒸的方法分离出来。下面我们将进 行这个流程的模拟。 具体问题，参见培训教程P44，P54、P89 页。
输入和输出
键盘输入
PRO/II支持导入INP文件 如何看懂INP文件？
热力学数据:用什么样的热力学方法?其中的一 些物性方法是否需改变?是否需加辅助选项?是 否对所有的单元都适用?
物流数据:输入物流组分与组分是否一致?输入 数据单位与一般数据定义的单位是否一致?
单元操作数据输入
塔输入
塔模型的选取：COLUMN、SHORTCUT。 塔板数:理论板,板效率的估计。
热力学方法选取
热力学方法选取原则
与实际吻合的热力学方法 最简单、最适用的热力学方法 考虑体系主体，而不应重点考虑微量组分
炼油和气体工艺的应用
2024年度ProII化工模拟软件教程
2024/3/23
根据需要，可以将计算结果导出 为Excel或其他格式的文件。
03
最后，可以生成完整的物料平衡 计算报告，包括输入信息、计算
结果、图表分析等。
04
15
PART 04
设备设计与选型
REPORTING
2024/3/23
16
设备类型介绍及选型依据
设备类型
包括反应器、换热器、塔器、泵、压 缩机等。
结果分析和可视化
提供丰富的结果分析和可视化 工具，帮助用户更好地理解模 拟结果。
结果导出和报告生成
允许用户将模拟结果导出为多 种格式，如Excel、CSV等，并
可以生成详细的模拟报告。
23
优化工艺流程提高效益
灵敏度分析
通过灵敏度分析，用户可以了解哪些参数对工艺流程的影响最大，从 而有针对性地进行优化。
多方案比较
允许用户创建多个工艺流程方案，并进行比较和分析，以找出最优方 案。
优化算法支持
提供多种优化算法，帮助用户自动寻找最优的操作条件和参数组合。
2024/3/23
经济效益评估
结合经济因素，对优化后的工艺流程进行经济效益评估，确保优化方 案的实际可行性。
24
PART 06
数据处理与分析功能
REPORTING
数据清洗
提供数据清洗功能，可去除重复、缺失和异常值，保 证数据质量。
数据变换
支持多种数据变换方式，如标准化、归一化等，满足 不同的分析需求。
数据筛选
可根据特定条件筛选数据，便于用户快速定位关键信 息。
2024/3/23
27
结果可视化展示
2024/3/23
图表展示
提供丰富的图表类型，如折线图、柱状图、散点图等，直观展示 模拟结果。
塔板式精馏塔设计(图文表)
（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。
塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmolM D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmolM W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/hL ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/hV ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为 y=F q D R qF RD )1()1(--++x-Fq D R D F )1()1(--+-x W =1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数总理论塔板层数 N T=13进料板位置 N F=第10层5.全塔效率的计算查上图可知，t D=78.43 o C t W=99.53 o Ct平均= t D t W=88.35 o C塔顶P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPaα顶=2.281塔底P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPaα底=2.231α平均=α顶α底=2.256平均温度下μA=0.38 mPa·sμB=0.323 mPa·sμL=x AμA+(1-x A)μB=0.079×0.38+(1-0.079)×0.323=0.327 mPa·s 查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为α平均μL=0.738可查得E T=52％6.实际板层数求取精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18提馏段实际板层数N提=4/0.52= 7.69≈8（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/molM LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 oC 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 oC 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3 提馏段液相平均密度计算 ρLm =(ρLFm +ρLWm）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 3 5.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m进料板液相平均表面张力计算 t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m塔底液相平均表面张力计算 t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·s lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·s lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·s lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/sL S =ρ3600LM=0.0023 m 3/s查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (v l ρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08由C=C 20(20Lσ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7u max =1.788 m/s D=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m按标准塔径元整后 D=1.4 m塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m在进料板上方开一人孔，其高度为 1m故精馏塔的有效高度为Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求 5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
(完整版)化工流程模拟PROII
2.著名的化工流程模拟系统：
1、PRO II SimSci公司
2、Aspen Plus
Aspen Tech公司
3、ChemCad
ChemCad公司
3.使用PRO II软件应具备的基础知识
化工热力学
郭天民：多元汽液平衡和精馏
平衡级分离过程的数学模拟
H.L.Henley & J.D.SEADer：Equilibrium-Stage
Seperation in Chemical Engineering
化工过程流程模拟
3.Pro II软件的主要配套文件
User's Guide Components and Thermodynamic Data Input Manual Refernce Manual：单元模块、流程数学模型和求解方法 Keywords Manual Pro II Casebook
1、数据库组分的选择 数据库组分： 1750种，可提供Mw，Tc，Pc，Vc，w，NBP，Hf，Gf等
物性数据 组分选择途径： Most Commonly Used，Hydrocarbon，Acids，
Alcohols， Esters，All Components
组分选择方法： 组分名，分子式，数据库组分名
初值估算方法： conventional
问题:
1.用严格法计算Xij,Yij,NT,NF,R,Tj 2.合适的进料板位置NF 3.优化 R 使能耗 QN 最小
将计算结果转换成EXCEL
点击菜单选项: Tools 选择: Spreadsheet 有三个可供选择的选项分别可生成三个Excel文件
注意：1.生成Excel文件时应选择“启用宏” 2.如果不能“启用宏”，可降低Excel的安全 级别（选择工具/选项/安全性/宏安全/级别 选择“中”），然后再启用宏。 3.或者把计算结果复制粘贴到Excel文档,但不 能用Excel进行数据分析。
PRO／II对液化气分馏装置丙烯精馏塔的模拟与优化
PRO／II对液化气分馏装置丙烯精馏塔的模拟与优化摘要：利用PRO/II流程模拟软件，对液化气分离装置的丙烯精馏塔进行模拟计算。
利用灵敏度分析工具，对塔压，回流比，全塔热负荷等重要参数进行优化设计。
通过改变蒸馏塔进料位置和原料的进料状态，进行优化优化计算和经济效益比较，得到操作费用最低的进料位置和进料状态。
关键字：PRO/II；丙烯精馏塔；模拟优化Simulation and Optimization of the Operation of Liquefied Petroleum Gas Separation Unit of C3-spliter with PRO/II SoftwareAbstract: Using PRO/II process simulation software, the LPG separation unit of C3-spliter to simulate calculation of the column. Using sensitivity analysis tool, tower pressure, reflux ratio and the duty and other important parameters tower optimized design. By changing the distillation tower feeding position and raw materials incoming state, optimization calculation and economic efficiency comparison, get the feed of the lowest operation cost position and incoming state.Key Word: PRO/II;C3-spliter;Simulation and Optimization液化气作为燃料利用的途径被管道天然气取代是一种趋势。
化工流程模拟PROII(内附安装方法)
3.使用 3.使用PRO II软件应具备的基础知识 使用PRO II软件应具备的基础知识
3.Pro II软件的主要配套文件 II软件的主要配套文件
User's Guide Components and Thermodynamic Data Input Manual Manual：单元模块、 Refernce Manual：单元模块、流程数学模型和求解方法 Keywords Manual Pro II Casebook
一、概 述
化工流程模拟PRO 化工流程模拟PRO II
1.化工流程模拟系统的用途 1.化工流程模拟系统的用途 PRO/II流程模拟程序 流程模拟程序， Simsci PRO/II流程模拟程序，广泛地应用于化塔） 单元设备（如换热器、精馏塔）的尺寸计算 实验数据的回归处理 化工流程的优化计算 提高工艺设计效率 减少在线测试费用和停工期 对完整工艺提供设计和操作评估 自动调节单元之间的连接使间歇工艺与连续工艺的完美结 合
安装Pro/II 安装Pro/II
2.著名的化工流程模拟系统： 2.著名的化工流程模拟系统： 著名的化工流程模拟系统 1、PRO II 2、Aspen Plus 3、ChemCad 化工热力学 郭天民：多元汽液平衡和精馏 郭天民： 平衡级分离过程的数学模拟 H.L.Henley & J.D.SEADer：Equilibrium-Stage J.D.SEADer：EquilibriumSeperation in Chemical Engineering 化工过程流程模拟 SimSci公司 SimSci公司 Aspen Tech公司 Tech公司 ChemCad公司 ChemCad公司
PROII应用交流-如何进行精馏塔计算
如何输入精馏塔计算数据设计新流程必须先做简捷塔计算在关键字文件(KEYWORD INPUT FILE)中输入。
可以以批处理模式(RUN BATCH)运行，也可通过IMPORT转换到图形画面(PROVISION)中以只运行模式(RUN ONLY)运行。
基本语句格式见培训例题SHORT.INP。
计算结果为理论板数、进料位置、塔顶/釜热负荷，为复杂塔计算做输入依据。
再做复杂塔计算既可在关键字文件中输入，又可在图形画面中输入。
在原简捷塔关键字文件中只需做少量修改即可，参见手册(PROII KEYWORD MANUAL)中第71章 COLUMN INPUT内容的语句规定输入。
基本语句格式见培训例题COLUMN.INP。
而在图形画面中输入，则要重新输入DISTILLATION模块，参见手册(PROII USER'S GUIDE)中第9章 COLUMN，DISTILLATION内容的介绍。
其他部分内容可通过IMPORT转换成图形画面，省得再输入TITLE、COMP、THERMO、STREAM 等内容。
可以做塔的水力学计算校核现有流程可直接做复杂塔计算，同上述。
如果用关键字输入，则参见手册(PROII KEYWORD MANUAL)的语句规定输入。
也可以先在图形画面中输入一个DISTILLATION模块，将其各个功能都设置一个假设值，通过EXPORT转换到关键字文件，再根据计算的要求，修改某项语句即可。
如果在图形画面中输入。
则参见手册(PROII USER'S GUIDE)中介绍的方法。
两种输入方法的比较:图形输入直观，有些功能不支持，所占内存空间较大，易死机。
关键字输入严谨，功能齐全，所占内存空间较小，从不死机。
选择传递性质计算方法通常选择了某一个热力学方法时，并没有确定其计算传递性质的方法，除非你特意规定了计算传递性质的方法。
但这通常不影响你做物料、热量衡算。
只有在应用下列这些模块时，PROII才调用计算传递性质的方法，如果这时你还没有规定计算传递性质的方法，系统将提示错误信息，中止计算。
第1讲-化工过程模拟概论及proII使用过程简介
S1
S5
U1
S8
S10
U6
S6
S3
U3
U4
S2
S4
S7
U2
S9
U5 S11
具有二个循环子系统的流程
要进行这样的化工过程流程模拟，从计算的 角度需要解决两个基本问题：
流程的分割 包含循环物流的子系统的迭代
（第6讲）
5 化工过程模拟的方法
从数学的角度： ¾ 化工流程稳态模拟实质上是一个大型非线
5) 重新计算各单元设备简化模型的系数aijk 6) 将求得的系数aijk和原假定值进行比较，如果两者之
差小于预先规定的精度要求，则转至步骤7)；否则 重新假定系数aijk，返回步骤3)，开始重新计算 7) 利用规定的进料x52和上述步骤求得的x51，用严格 模型计算y51
联立模块法的数学实质 ¾ 计算效率取决于过程线性化的质量
经济评价 利润率
工程数据 流程模拟的信息流
3 化工过程流程模拟的应用
¾ 化工过程开发系指将化学实验室的研究成果转 化为社会生产力的整个过程，一般经历： 小试 模试 中试 概念设计 基础设计 工程设计 基本建设 投产
主要应用
化工过程流程模拟软件可用于化工过程开发的各个 阶段：
(1)小试和概念设计阶段 (2)模试、中试和基础设计阶段 (3)工程设计和建厂阶段 (4)装置投产阶段
计算流体力学 反应动力学
Fluent，CFX, PHOENICS ChemKin
量子化学计算
Material Studio，Gaussian，VASP
流程模拟技术
流程模拟技术是综合应用过程工程、系统工 程、计算数学等学科的理论和方法，开发专 用软件对流程工业的单元过程、设备及整个 流程系统在计算机上进行描述的技术，这种 描述既可以是静态的，也可以是动态的；既 可以对过程进行物料平衡、热量平衡、化学 平衡、相平衡等的计算，也可以预测操作变 量变化对过程的工艺的影响，是工程技术和 计算机技术互相融合的产物，随着计算机技 术的发展而不断发展，为过程系统的综合分 析和优化提供了快速高效的方法，已成为过 程系统工程的重要技术。
精馏塔设计方案的确定和流程说明
精馏塔设计方案的确定和流程说明下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
文档下载后可定制修改，请根据实际需要进行调整和使用，谢谢！本店铺为大家提供各种类型的实用资料，如教育随笔、日记赏析、句子摘抄、古诗大全、经典美文、话题作文、工作总结、词语解析、文案摘录、其他资料等等，想了解不同资料格式和写法，敬请关注！Download tips: This document is carefully compiled by this editor. I hope that after you download it, it can help you solve practical problems. The document can be customized and modified after downloading, please adjust and use it according to actual needs, thank you! In addition, this shop provides you with various types of practical materials, such as educational essays, diary appreciation, sentence excerpts, ancient poems, classic articles, topic composition, work summary, word parsing, copy excerpts, other materials and so on, want to know different data formats and writing methods, please pay attention!精馏塔设计方案的确定和流程说明在化工工艺中，精馏塔是一种常见的设备，用于将混合物分离成不同组分。
精馏塔设计流程
精馏塔设计流程(总17页)--本页仅作为文档封面，使用时请直接删除即可----内页可以根据需求调整合适字体及大小--在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。
已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。
设计条件如下：操作压力 5kPa(塔顶表压)；进料热状况自选；回流比自选；单板压降≤；根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离水—乙醇混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量M=kmolA水的摩尔质量 B M =kmolF x =18.002.1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002.1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+=2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量F M =×+×=kmolD M =×+×=kmolW M =×+×=kmol3.物料衡算以每年工作250天，每天工作12小时计算原料处理量 F =90.281225007.2310002000=⨯⨯⨯kmol/h 总物料衡算 =W D +水物料衡算 ×=+W联立解得 D =hW =h（三）塔板数的确定1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。
(完整word版)设计院里proii的设计资料---Prob8-丙烯塔说明
丙烯塔模拟算例(prob-8)
1、工艺条件
进料：P=2.0Mpa, T=60℃, F=123kgmol/hr；
2、丙烯塔参数
理论板数181，进料位置118，塔顶压力1.83Mpa，全塔压降0.1Mpa，
冷凝器压降0.03Mpa；
工艺规定：回流比16，塔顶丙烯纯度99.6％；
3、模拟说明
采用SRK方程。
按工艺规定设置SPEC
(1) 塔顶采出初值设为101kgmol/hr；
SPEC：R=16，塔顶丙烯纯度99.6％；
运行结果：模拟计算不收敛；IO方法取Damping factor=0.7仍不收敛；改塔顶采出初值仍不收敛。
(2) SPEC改为：R=18，D=101kgmol/hr。
运行结果：模拟计算不收敛；
(3) 改SPEC：丙烯纯度要求为98％；D=101kgmol/hr。
计算收敛。
(4) 改SPEC：R=22, D=100；计算收敛。
此时丙烯纯度：99.30％,不合格。
塔顶物料组成如下：
可以看出，塔顶C2占0.61496％，故丙烯无法达到99.6％的纯度。
进料中的C2浓度太高，使无法达到分离要求。
(5) 改变进料组成如下表：
规定SPEC：R=20, D=100;
计算收敛，丙烯塔顶物料组成如下：
4、模拟分析
●由于进料中C2浓度过大，故无法达到丙烯产品的纯度要求；
●将丙烯浓度要求降低，塔计算可收敛；
●将原料中C2浓度降低到0.2％，计算收敛，可制得99.6％的丙烯。
5、灵敏度分析
请采用灵敏度分析求最佳进料板位置。
利用PRO_II软件对常减压蒸馏流程的模拟
2000 年 9 月 Shenyang Chemical Industry S eptember ,2000化工自动化Ξ利用 PRO/ II 软件对常减压蒸馏流程的模拟魏 忠 , 扬宇晖( 抚顺石油化工设计院 ,辽宁 抚顺 113006)【摘 要】 利用 PR O/ II 软件模拟常减压蒸馏装臵 ,求解特定条件下常减压蒸馏装臵的操作数据 , 并与生产实际进行对比 ,为设计 、生产提供科学准确的技术参数 。
【关键词】 蒸馏 ; 常减压 ; PR O/ II 【文章编号】1003 1235 (2000) 03 0171 04【中图分类号】TP 319 【文献标识码】AT a king Ad vantage of PR O/ Ⅱ Soft w are to Simulate Distillation P lantW E I Zhong ; Y ANG Yuhui【Abstract 】Taking ad vantag e of PR O/ Ⅱ softw are to S imu late Distillation plant and to seek for the operation d a 2ta of the specifically cond ition throu g h comparing w ith practical produ ction in ord er to pr ovid e accurate and science technical param eter for d esig ning and produ ction.【 K ey w ords 】Distillation ; n orm al pressure and d ecompress ; PR O/ Ⅱ2 . 1 PRO/ II 软件简介PR O/ II 软件是由 SI MSCI 公司开发的大型流程模拟软件 ,它用数学模型描述和模拟整个工艺 流程及其各单元 ,将全流程视为一个整体的综合 性计算过程 ,它综合了巨大的化学组分库和热力 学方法 ,因此 ,它在化学 、石油 、天然气 ,合成燃料 工业方面可提供复杂 、正确 ,可靠的模拟功能 。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
脱轻塔模拟shortcut
运行结果
可以看出最小回流比为5.58，最小理论板数75
因为利旧塔板数为106，塔板效率按70%算，操作塔板数为74.2,塔板数不满足，更改分离要求，塔顶正己烷含量提高至6%。
运行结果如图
由图可知，综合考虑塔板数和回流比，选择理论板数74，进料位置22.49，回流比选择最小回流比的两倍8.84。
塔顶关键组分3MP塔底关键组分HEXANE 计算两纯组分在0.04MPag下的泡点（露点温度）分别为74和79℃，又两者在45摄氏度下均为液体，说明塔顶压力设置在0.04MPag是可行的。
塔板压降和塔顶压力主要看塔顶和塔顶的温度。
通过不断更改塔顶压力和塔板压降达到所需温度。
塔底再沸器设计因为塔底气相返回设置为20%，塔底物流经过再沸器的温度变化不大，故再沸器设计时选用固定再沸器热负荷的模式。