ASPEN_再沸器冷凝器计算
Aspen第五讲
Aspen第五讲————分离过程模拟设计（Separation Process）Aspen plus分离过程分为两大类：一、简单分离单元模型（Separators）二、塔设备单元模型(Columns)首先介绍简单分离单元模型：简单分离单元模型包含有5个模块两相闪蒸器Flash2模块执行给定热力学条件下的汽-液平衡或汽-液-液平衡计算，输出一股汽相和一股液相产物。
用于模拟闪蒸器、蒸发器、气液分离器等。
其物流连接图如下（只需连接红色物流箭头）：Flash2模块（Block）的模型参数有3组：1、闪蒸设定(Flash Specifications)(1)温度（Temperature）(2)压力（Pressure）(3)蒸汽分率（Vapor Fraction）(4)热负荷（Heat Duty）从以上4个参数中选定2个。
2、有效相态（Valid Phase）(1)汽-液相（Vapor-Liquid）(2)汽-液-液相（Vapor-Liquid-Liquid）(3)汽-液-游离水相（Vapor-Liquid-Free Water）从以上3个参数中选定1个。
3、液沫夹带（Liquid Entrainment in Vapor Stream）液相在汽相中的夹带分率，介于0-1之间。
举例：第一步：建立模型：第二步：参数设置：第三步: 开始运算。
Heater Exam ple 4Stream ID FE ED LIQU ID VA POR Tem p eratu re C 87.3 82.4 82.4 Pressure bar 1.100 1.100 1.100 Vapo r Frac 1.000 0.000 1.000 Mo le Flow kmol/hr 31.847 23.885 7.962 Mass Flow kg/hr 1000.000716.066283.934 Vo lum e Flow cum/h r867.583 0.920213.961 En thalp y MMk cal/h r -1.790 -1.577 -0.445 Mass Flow kg/hrETH ANO L700.000469.274230.726 WATE R300.000246.792 53.208 Mass FracETH ANO L 0.700 0.655 0.813 WATE R 0.300 0.345 0.187 Mo le Flow kmol/hrETH ANO L 15.195 10.186 5.008 WATE R 16.653 13.699 2.954 Mo le FracETH ANO L 0.477 0.426 0.629 WATE R 0.523 0.574 0.371解：其他步骤同例1，仅需在Block中做如下改动：计算结果如下：He a t e r Exa mple 4St re am ID FEED LIQ UID VA PO RTe mpe ra ture C 120.0 90.3 90.3Pre ssure bar 5.000 1.500 1.500Va por F ra c 0.000 0.000 1.000Mole Fl ow kmol/hr 31.847 28.895 2.952Ma ss Fl ow kg/hr 1000.000 894.016 105.984Volum e Fl ow c um/hr 1.390 1.174 59.482Entha lpy MMk c al/hr -2.064 -1.899 -0.165Ma ss Fl ow kg/hrETHAN OL 700.000 613.302 86.698WATER 300.000 280.714 19.286Ma ss Fra cETHAN OL 0.700 0.686 0.818WATER 0.300 0.314 0.182Mole Fl ow kmol/hrETHAN OL 15.195 13.313 1.882WATER 16.653 15.582 1.071Mole Fra cETHAN OL 0.477 0.461 0.637WATER 0.523 0.539 0.363解：在Block中做如下改动：液沫夹带Liquid entrainment的值介于0-1之间，即液沫占气体总量的百分数。
ASPEN详细算例
《化工过程数学模型与计算机模拟》课程案例研究之一甲醇→ 二甲醚+ 水前言概念设计又称为“预设计”，在根据开发基础研究成果、文献的数据、现有类似的操作数据和工作经验，按照所开发的新技术工业化规模而作出的预设计，用以指导过程研究及提出对开发性的基础研究进一步的要求，所以它是实验研究和过程研究的指南，是开发研究过程中十分关键的一个步骤。
概念设计不同于工程设计，因而不能作为施工的依据，但是成功的概念设计不但可以节省大量的人力和物力，而且又可以加快新技术的开发速度，提高开发的水平和实用价值。
即使一个很普通的单一产品的生产过程，也可能有104～109个方案可供选择。
如何从技术、经济的角度把最有希望的方案设计出来，是作为强化研究开发工作的方向，这是一种系统化的分级决策过程，也正是概念设计的真谛。
概念设计是设计者综合开发初期收集的技术经济信息，通过分析研究之后。
对开发项目作出一种设想的方案，其主要内容包括：原料和成品的规格，生产规模的估计，工艺流程图机简要说明，物料衡算和热量衡算，主要设备的规模，型号和材质的要求，检测方法，主要技术和经济指标，投资和成本的估算，投资回收预测，三废治理的初步方案以及对中试研究的建议。
随着计算技术和计算机技术的发展,化工流程过程模拟软件也越来越成熟，计算机辅助设计也日趋广泛。
在进行概念设计时，采用流程系统模拟物料衡算和热量衡算，投资和成本估算等问题以及采用流程模拟软件进行整体优化业越来越普遍。
本文采用国际上最成功和最流行的过程模拟软件之一的ASPLEN PLUS作为辅助设计的主要工具。
与过程有关的物料和能量的衡算基本上有该软件给出，并从设计流程计算的收敛与否来检验该流程是否可行。
本文通过概念设计，其目标是寻找最佳工艺流程（即：选择过程单元以及这些单元之间的相互连接）和估算最佳设计条件。
采用分层次决策的方法和简捷设计能消去大量无效益的方案。
本文按照以下基本步骤进行设计计算：1. 间歇对连续；2. 流程图的输入输出结构；3. 流程图的循环结构；4. 分离系统的总体结构；a. 蒸气回收系统；b. 液体回收系统。
5 aspen教程-radfrac计算及灵敏度分析
3.稳态精馏过程模拟的建立本章将从二元体系的分离入手，详细介绍如何在Aspen Plus中采用严格精馏模型“RADFRAC”建立该模拟过程。
为了使稳态计算的结果能够用于动态模拟，本章中会详细指定塔、控制阀、泵等单元操作。
【例2】设计一精馏塔。
原料泡点进料，进料组成、塔顶产品要求见表。
操作压力为4.4atm。
要求塔顶采用全凝器，回流比为1.8。
热力学计算采用物性方法P ENG-ROB。
采用DSTWU 模块设计满足上述分离要求的精馏塔。
组分进料/kmol/h塔顶产品/kmol/h 丙烷5异丁烷10正丁烷30≥29.7248异戊烷20≤0.2247正戊烷15正己烷203.稳态精馏过程模拟—简捷蒸馏1 流程图绘制2 DSTWU结果查看2 DSTWU结果查看•最小回流比为1.32•实际回流比为1.8•最小理论板数为12.8•实际塔板数为24•进料板位置为第12块板•再沸器所需的热量为753.31kJ/sec •冷凝器所需的热量为688.95kJ/sec例3以例2为基础，由灵敏度分析工具，考察回流比的变化对实际塔板数的影响。
灵敏度分析定义方法：1）定义目标变量2）定义自变量3）规定表格•灵敏度分析定义方法：Data/ model analysis Tools(模型分析工具）/sensitivity(灵敏度分析）灵敏度分析对象管理器1）定义因变量（Flowsheet variable）1）定义因变量（Flowsheet variable）2）定义自变量(Vary)---回流比（RR）自1.2-10，步长为0.5变化3）规定表格(Tabulate)---规定需要软件计算的变量列表课堂练习：分析回流比对于再沸器热负荷和冷凝器的冷量的影响，将计算结果绘图运行计算，/Model Analysis Tools/Sensitivity/S-1/Results/，查看结果【例题4】采用Radfrac模块，核算【例题2】设计得到的精馏塔能否满足分离要求。
Aspen第四讲
(1)汽-液相（Vapor-Liquid）
(2)汽-液-液相（Vapor-Liquid-Liquid）
(3)汽-液-游离水相（Vapor-Liquid-Free Water）
从以上3个参数中选定1个。
3、液沫夹带（LiquidEntrainmentin Vapor Stream）
三相闪蒸器
Flash3模块执行给定热力学条件下的汽-液-液平衡计算，输出一股汽相和两股液相产物。用于模拟闪蒸器、蒸发器、液-液分离器、汽-液-液分离器等。
Flash3的模块连接图如下：
Flash3模块的模型参数有3组：
1、闪蒸设定(Flash Specifications)
（1）温度（Temperature）
馏出物中的轻关键组分/进料中轻关键组分
(2)重关键组分在馏出物中的回收率
馏出物中的重关键组分/进料中的重关键组分
3、压力（Pressure）
(1)冷凝器（Condenser）
(2)再沸器（Reboiler）
4、冷凝器设定（Condenser specifications）
(1)全凝器（Total condenser）
塔设备单元模型(Columns)
塔设备（Columns）单元共有9种模块，如下：
1、DSTWU(简捷精馏，设计)
2、Distl
3、RadFrac
4、Extract
5、MutiFrac
6、SCFrac
7、PetroFrac
1、DSTWU(简捷精馏，设计)
DSTWU模块用Winn-Underwood-Gilliland捷算法进行精馏塔的设计，根据给定的加料条件和分离要求计算最小回流比、最小理论板数、给定回流比的理论板数和加料板位置。
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用壳程水蒸气冷凝温度潜热r c 黏度μc立式热虹吸式再沸器100℃2319.2kJ/kg0.283mPa*s 53℃310kJ/kgb管程釜液温度潜热r b 液相黏度μ汽相黏度μ液相比定压热容C pbv0.07mPa*s 3.44kJ/(kg*K)0.0088mPa*s 0.000226m 2*K/kg47℃2075530.94W38mm102.7532084614.5026232250mm 350mm0.24473.6216072kg/(m 2*s)110800蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s 估算设备尺寸传热温差△t m 再沸器热流量Q 传热管规格(外径d 0)传热管数N T 壳径Ds进口管直径Di 出口管直径D 0传热系数校核显热段传热系数K L12传热管出口处汽化率x e 传热管内质量流速G显热段传热管内表面传热系数αi 蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003kg/s 冷凝液膜的Re 0963.2486704<2100管外冷凝表面传热系数α34蒸发段传热系数K E1污垢热阻及管壁热阻显热段传热系数 K L 传热管内釜液质量流速G h x e =0.24时 1/X tt x=0.4x e =0.096时 1/X tt沸腾侧Ri 0.000176821.310141W/(m 2*K)1.705037786kg/(m 2*h)1.096681074查图 3-29α0.411258594查图 3-29α0.21614.075571W/(m 2*K)2.2445306375097.37523E '234泡核沸腾压抑因数α泡核表面传热系数αnb以液体单独存在为基准的对流表面传热系数αi 对流沸腾因子F tp沸腾表面传热系数αv512传热面积裕度123循环系统的推动力1234循环阻力1沸腾传热系数KE1068.849683显热段LBC 和蒸发段LCD的长度显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L显热段的长度LBC传热系数Kc实际需要传热面积Ac传热面积裕度H0.144578199m1060.89661241.625387680.419647001>30%循环流量校核x=xe/3=0.08时 Xttx=xe=0.24时 Xtt查表3-19根据焊接需要取l循环系统的推动力△pD2.9107545970.9118421241.0210199.61819Pa853.579805429.298644221458.633481473.62160720.01935044222.541743G=75.77945715v釜液在管程进口管内的质量流速G进口管长度与局部阻力当量长度Li管程进口管阻力△p1釜液在传热管内的质量流速G进口管内流体流动的摩擦系数λ传热管显热段阻力△p223汽相流动阻力△pV3的计算汽相在传热管内的质量流速Gv传热管内汽相流动的摩擦系数λ传热管内汽相流动阻力△pv3液相流动阻力△pL3的计算液相在传热管内的质量流速GL传热管内液相流动的摩擦系数λ传热管内液相流动阻力△pL3L0.018730423243.9942325397.842150.015710333389.01644034963.0115092.9442210651518.253088 45传热管内两相流动阻力△p3蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p4汽相流动阻力△pV5的计算管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev4157044.507管程出口管汽相流动阻力△pV556.66054278液相流动阻力△p L5的计算管程出口管中液相质量流速G L 管程出口管液相流动摩擦系数λ管程出口液相流动阻力△p L5管程出口管中两相流动阻力△p 5系统阻力△p f9894.044432Pa1.0308846161.01---1.05循环推动力与循环阻力的比值△p D /△p fL 330.97992450.01553897228.01315621931.604611热导率λc0.683W/(m*K)P密度ρc958.4kg/m3液相热导率λb0.1387W/(m*K)液相密度ρ3b435kg/m表面张力σb0.0045N/m汽相密度ρv30kg/m3蒸发质量流量Db10.056kg/s传热系数K800传热面积Ap55.20029096m2厚度δ3mm长度L 4.5m 管心距t47.5mm b11.5368973L/Ds=5 (4-6) 5.625循环流量Wt41.9kg/s雷诺数Re216512.7347普朗特数Pr 1.7361212306.073174W/(m2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M0.068151/(m*s) 6276.025772W/(m2*K)m2*K/W冷凝侧R00.00028m2*K/W管壁热阻RW00.9118421240.4 2.4315601282127.19757W/(m2*K)两相对流表面传热系数αtp4774.560116W/(m2*K)18200000.00005m2*K/W0.032128489蒸发段LCD长度 4.355421801两相流的液相分率RL0.346424302两相流的液相分率RL0.199074417kg/(m2*s)雷诺数Rei3048499.305m摩擦系数λi0.01486174Pakg/(m2*s)雷诺数Rei216512.7347Pa473.6216072kg/(m2*s)kg/(m2*s)雷诺数Rev275561.6624Pakg/(m2*s)雷诺数ReL1446698.727PaPakg/(m2*s)管程出口管中汽相质量流速Gv40.78699237m管程出口管汽相流动摩擦系数λv Pa 两相流平均密度ρtp两相流平均密度ρtp104.519976kg/(m2*s)0.01457359170.3018110.6251kg/(m2*s)PaPa 管程出口管中液相质量流动雷诺数ReL1654899.62。
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用 壳程 水蒸气立式热虹吸式再沸器100 冷凝温度潜热r℃ 2319.2 kJ /kgc黏度 μ0.283 mPa*s c管程 釜液温度 潜热r53℃310 kJ /kg b液相黏度 μ 0.07 mPa*s b液相比定压热容C 3.44 kJ /(kg*K) 0.0088 mPa*s0.000226 m 2*K/kgpb汽相黏度μvs估算设备尺寸传热温差△t 47℃m 再沸器热流量Q 2075530.94 W38 m m传热管规格(外径d ) 0110800T显热段传热系数K 传热管出口处汽化率x 0.24L e1 传热管内质量流速G473.6216072 kg/(m 2*s)显热段传热管内表面传热系数 α i2蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003 kg/s 963.2486704 <2100 冷凝液膜的Re 0 管外冷凝表面传热系数 α3 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri 0.0001764蒸发段传热系数K1显热段传热系数 K 821.310141 W/(m 2*K)LE传热管内釜液质量流速G 1.705037786 kg/(m 2*h) 1.096681074 查图 3-29α h1/XeE x=0.4x =0.096时 1/X 0.411258594 查图 3-29α ' 0.2e t t 2 泡核沸腾压抑因数α 泡核表面传热系数α1614.075571 W /(m 2*K) nb3 4以液体单独存在为基准的对流表面传热系数α i 对流沸腾因子F 2.244530637 5097.37523tp沸腾表面传热系数α v5 沸腾传热系数K 1068.849683E显热段L 和蒸发段L 的长度 B C C D1 2显热段的长度L 与传热管总长L 的比值L /L B C B C 显热段的长度L0.144578199 m BC 传热面积裕度1 2 3传热系数Kc实际需要传热面积Ac 传热面积裕度H1060.896612 41.625387680.419647001 >30%循环流量校核循环系统的推动力12.910754597e2 0.9118421241.02 e3 查表3-19根据焊接需要取l4循环系统的推动力△p 10199.61819 Pa D 循环阻力1釜液在管程进口管内的质量流速G 进口管长度与局部阻力当量长度Li 853.579805429.29864422 1458.633481 管程进口管阻力△p 1 23釜液在传热管内的质量流速G 进口管内流体流动的摩擦系数λ 473.6216072 0.019350442 22.541743传热管显热段阻力△p 2汽相流动阻力△p 的计算 G =75.779457150.018730423 243.9942325 V3 汽相在传热管内的质量流速G v 传热管内汽相流动的摩擦系数λ v传热管内汽相流动阻力△p v3 液相流动阻力△p 的计算 L3 液相在传热管内的质量流速G 397.84215 0.015710333 389.01644034963.011509 L 传热管内液相流动的摩擦系数λ L传热管内液相流动阻力△p L3传热管内两相流动阻力△p 34 5蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M 2.944221065 蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p 1518.253088 4 汽相流动阻力△p 的计算 V5管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '管程出口管中汽相质量流动雷诺数Re4157044.507 56.66054278v管程出口管汽相流动阻力△p V5液相流动阻力△p 的计算L5管程出口管中液相质量流速G 330.9799245 0.01553897 228.01315621931.604611L管程出口管液相流动摩擦系数λL管程出口液相流动阻力△pL5管程出口管中两相流动阻力△p5系统阻力△p9894.044432 Paf循环推动力与循环阻力的比值△p /△p 1.030884616 1.01---1.05Df热导率λ 0.683 W/(m*K) 958.4 kg/m 3 P 1820000c密度ρc液相热导率λ 0.1387 W/(m*K)435 kg/m 3 b液相密度ρ b 表面张力σ 0.0045 N/m30 kg/m 3 b 汽相密度ρv蒸发质量流量D 10.056 kg/sb 传热系数K 800传热面积A 55.20029096 m 2p 厚度δ 3 m m 47.5 m m 5.625长度L 4.5 m11.5368973管心距tbL/Ds=5 (4-6)循环流量Wt 雷诺数Re41.9 kg/s216512.7347 普朗特数Pr 1.7361212306.073174 W /(m 2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M 0.06815 1/(m*s)6276.025772 W /(m 2*K) m 2*K/W冷凝侧R 0.00028 m 2*K/W 管壁热阻R 0.00005 m 2*K/WW0 0.911842124 0.4 2.4315601282127.19757 W/(m 2*K) 两相对流表面传热系数α tp4774.560116 W /(m 2*K)0.032128489蒸发段L 长度 4.355421801C D两相流的液相分率R0.346424302 0.199074417两相流平均密度ρ 两相流平均密度ρ170.3018 110.6251Ltp tp两相流的液相分率RLkg/(m 2*s) 雷诺数Re3048499.305 im 摩擦系数λ i 0.01486174 Pa kg/(m 2*s) 雷诺数Re216512.7347275561.6624iPa473.6216072 kg/(m *s)2 kg/(m 2*s) 雷诺数RevPa kg/(m 2*s) Pa雷诺数Re1446698.727LPa管程出口管中汽相质量流速Gv 104.519976 0.01457359kg/(m 2*s)kg/(m 2*s) 40.78699237 m管程出口管汽相流动摩擦系数λ vPakg/(m2*s)管程出口管中液相质量流动雷诺数Re1654899.62LPaPa。
aspen应用基础
（1）DSTWU的连接图DSTWU 模块用Winn-Underwood-Gilliland捷算法进行精馏塔的设计，根据给定的加料条件和分离要求计算最小回流比、最小理论板数、给定回流比下的理论板数和加料板位置。
（2）Distl 简捷精馏（操作）Distl 模块用Edmister 方法计算给定精馏塔的操作结果。
设定：理论板数，加料板位置，回流比，D/F，冷凝器类型。
计算：D和W组成，再沸器和冷凝器热负荷，塔顶、塔底和加料板温度。
Distl ——连接（3）RadFrac 精密分离模块RadFrac 模块同时联解物料平衡、能量平衡和相平衡关系，用逐板计算方法求解给定塔设备的操作结果。
RadFrac 模块用于精确计算精馏塔、吸收塔（板式塔或填料塔）的分离能力和设备参数。
RadFrac模型的连接图如下RadFrac——模型设定RadFrac 模型具有以下设定表：1、配置（Configuration）2、流股（Streams）3、压力（Pressure）4、冷凝器（Condenser）5、再沸器（Reboiler）6、三相（3-Phase）RadFrac ——配置1、塔板数（Number of Stages）2、冷凝器（Condenser）3、再沸器（Reboiler）4、有效相态（Valid Phase）5、收敛方法（Convergence)6、操作设定（Operation Specifications）冷凝器配置从四个选项中选择一种：1、全凝器（Total）2、部分冷凝-汽相馏出物（Partial-Vapor）3、部分冷凝-汽相和液相馏出物（Partial-Vapor-Liquid）4、无冷凝器(None)再沸器配置从三个选项中选择一种：再沸器配置从三个选项中选择一种：1、釜式再沸器（Kettle）2、热虹吸式再沸器（Thermosyphon）3、无再沸器(None)有效相态从四个选项中选择一种：1、汽-液（Vapor-Liquid）2、汽-液-液（Vapor-Liquid -Liquid ）3、汽-液- 再沸器游离水（Vapor-Liquid-FreeWaterCondensor）4、汽-液- 任意塔板游离水收敛方法从六个选项中选择一种：1、标准方法（Standard）2、石油/宽沸程（Petroleum/Wide-Boiling）3、强非理想液相（Strongly Non-ideal Liquid）4、共沸体系（Azeotropic）5、深度冷冻体系（Cryogenic）6、用户定义（Custom）操作设定从十个选项中选择：1、回流比（Reflux Ratio）2、回流速率（Reflux Rate）3、馏出物速率（Distillate Rate)4、塔底物速率（Bottoms Rate)5、上升蒸汽速率（Boilup Rate)6、上升蒸汽比（Boilup Ratio)7、上升蒸汽/进料比（Boilup to Feed Ratio)8、馏出物/进料比（Distillate to Feed Ratio)9、冷凝器热负荷（Condenser Duty)10、再沸器热负荷（Reboiler Duty)RadFrac ——流股1、进料流股（Feed Streams）指定每一股进料的加料板位置。
(整理)21ASPEN再沸器冷凝器计算.
四、环境影响的经济损益分析物流轻不良环境影响的对策和措施。主要包括预防或者减轻不良环境影响的政策、管理或者技术等措施。32
183.21
（二）规划环境影响评价的技术依据和基本内容压力Kg/cm2G
2.间接市场评估法3.50
10
环境影响的经济损益分析，也称环境影响的经济评价，即估算某一项目、规划或政策所引起的环境影响的经济价值，并将环境影响的经济价值纳入项目、规划或政策的经济费用效益分析中去，以判断这些环境影响对该项目：规划或政策的可行性会产生多大的影响。对负面的环境影响估算出的是环境费用，对正面的环境影响估算出的是环境效益。
三、设计思路
1、冷凝聚器
2、再沸器：先设计大致换器、再考虑安装高度
四、软件版本
采用ASPEN PLUS软件12.1版本,文件保SMRE.APW
冷凝器、再沸器计算及安装高度计算
（6）对建设项目实施环境监测的建议。
一、
二、（四）建设项目环境影响评价的内容在流程设计例题的基础上，设计两塔的冷凝器、再沸器并计算再沸器的安装高度。
1.环境总经济价值的构成二、需要输入的主要参数
1.环境影响评价工作等级的划分1、装置公用工程数据
（四）建设项目环境影响评价的内容
Aspen习题
例，MIXER将下表中的三股物流混合，求混合后的产品温度、压力及各组分流率，物性方法选用CHAO-SEA.%例，FSplit将三股进料通过分流器分成三股产品PRODUCT1,PRODUCT2，PRODUCT3，进料物流同例的三股进料，物性方法选用CHAO-SEA要求：PRODUCT1的摩尔流率为进料的50%PRODUCT2中含有10kmol/h的正丁烷·例，Mult将例2中混合后的产品物流流率增加到原来的3倍例，Dupl将例2中混合后的产品物流复制成相同的3股物流-例，FLASH2进料物流进入第一个闪蒸器Flash1分离为气液两相，液相进入第二个闪蒸罐Flash2进行闪蒸分离已知进料温度为100℃，压力为，进料中氢气、甲烷、苯、甲苯的流率分别为185kmol/h、45kmol/h、45kmol/h、5kmol/h。
闪蒸器Flash1温度为100 ℃，压降为0闪蒸器Flash2绝热，压力为物性方法选用PENG-ROB求闪蒸器Flash2的温度{例，FLASH3两股进料物流进入三相闪蒸器Flash3进行一次闪蒸，进料FEED1中乙醇、甲苯的流率分别为5kmol/h、25kmol/h，进料FEED2中水的流率为20kmol/h，两股进料的温度均为25 ℃，压力为，闪蒸器温度为80 ℃，压力为物性方法选用UNIQUAC求产品中各组分的流率是多少例，Decanter两股进料物流进入液-液分相器进行液-液分离?进料FEED1中乙醇、甲苯的流率分别为5kmol/h、25kmol/h，进料FEED2中水的流率为20kmol/h，两股进料的温度均为25 ℃，压力为液-液分相器的温度为25 ℃，压力为，乙醇的分离效率为求出口物流中各组分的流率是多少例，Sep采用组分分离器Sep将一股温度为70 ℃，压力为的进料物流分离成两股产品，进料中甲醇、水、乙醇的流率分别为50kmol/h，100kmol/h，150kmol/h 要求塔顶产品流率为50kmol/h，甲醇的摩尔分数为，乙醇的摩尔分数为物性方法采用UNIQUAC、求塔底产品的流率和组成例，Sep2混合物流FEED1和FEED2，采用物流复制器DUPL将混合后的进料复制成三股后，分别进入三个两相闪蒸器进行绝热恒温闪蒸。
化工原理 再沸器计算(最终)
蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s
估算设备尺寸
0.000226 m2*K/kg
传热温差△tm
47 ℃
再沸器热流量Q
2075530.94 W
传热管规格(外径d0)
传热管数NT 壳径Ds 进口管直径Di
38 mm
102.7532084
110
614.5026232
800
250 mm
出口管直径D0
传热系数校核
350 mm
3 mm 47.5 mm 5.625
长度L b
4.5 m 11.5368973
循环流量Wt
41.9 kg/s
雷诺数Re
216512.7347 普朗特数Pr
2306.073174 W/(m2*K) 传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M
1.736121 0.06815 1/(m*s)
6276.025772 W/(m2*K)
958.4 kg/m3
液相热导率λb 液相密度ρb 表面张力σb 汽相密度ρv 蒸发质量流量 Db
0.1387 W/(m*K) 435 kg/m3
0.0045 N/m 30 kg/m3
10.056 kg/s
1820000
传热系数K 传热面积Ap 厚度δ 管心距t L/Ds=5 (4-6)
800 55.20029096 m2
104.519976 kg/(m2*s) 0.01457359
1654899.62
Pa Pa
管程出口管中汽液相总质量流速G
435.4999007
管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'
管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev
4157044.507
ASPEN在塔设备的使用方法
RadFrac —— 配置
1、塔板数（Number of Stages） 2、冷凝器（Condenser） 3、再沸器（Reboiler） 4、有效相态（Valid Phase） 5、收敛方法 （Convergence) 6、操作设定
（Operation Specifications)
RadFrac — 配置（冷凝器）
RadFrac — 填料设计
5 种典填型料的设散规计堆整（P填ac料k s：izing）计算选
用1某、拉带种孔西填板环料波（时填R的A料塔S（C径HM，IEG共L）L有A4P0A种K填） 料2供、鲍带选孔尔用网环，波（在填P此A料仅L（L介）C绍Y）5 种典型的 散3堆、阶带填缝梯料板环和波（5填C种M料典R（型）R的A规LU整-P填A料K）：
RadFrac — 应用示例 (4)
在示例（3）的基础上选定 性质选项中的包括水力学参数， 计算后查看结果。
RadFrac — 塔板设计
塔板设计（Tray sizing）计算给定板 间距下的塔径，共有五种塔板供选用： 1、泡罩塔板（Bubble Cap） 2、筛板（Sieve） 3、浮阀塔板（Glistch Ballast） 4、弹性浮阀塔板（Koch Flexitray） 5、条形浮阀塔板（Nutter Float Valve)
1（（2（（3（（、4（（（、、12、馏 馏1221）塔213）））（关压）））出 出（冷））设P回力轻塔物物键P凝重再冷a带带全定(a中中流r板关器r(组K沸关t凝汽汽凝ti的的Pl(ia比数eia设键器分q器rl键C、相y器轻重lec（u（oc定s（o组（ci液馏回关关（组soldouRnuNnR键键C(r相出分dmdTem收分dueeCofeio组组)emlnsb馏物pn在unot率t在noia分分sxsodbnlse出的plile馏eedalnr馏r//ceerrna进进te物部eowcretswo出n)in出in)e料料foifs的分iitrdtect)h物s)中中物haerrt部冷aentvs的的vi中gpc中sao分凝aeeo轻重epnprs的co的v冷器s))o关关i)freri回凝回c键键radainei组组t器收d收sisto分分i)率ln率las)te)
Aspen作业
Aspen Plus模拟最后考核三道题1.精馏乙苯（Ethyl）和苯乙烯（Styrene）分离问题，进料压力1.5bar，温度45℃，进料总流率100kmol/hr，组成为0.58（乙苯摩尔分数），物性方法选择UNIQUAC。
使用蒸馏中RadFrac模块平衡精馏进行分离，塔板为21块理论板（不含冷凝器、再沸器），第14块板进料（Above-Stage）。
冷凝器（选用全凝器）压力为0.5bar，再沸器压力为2.0bar。
（1）当馏出液流量与进料液流量比为0.3（D/F），回流比为6时，求馏出液与塔釜中乙苯的摩尔分数；（2）分离要求：塔顶乙苯的摩尔分数为0.92，回流比范围5-13；塔釜中乙苯的摩尔分数0.22，D/F范围0.2-0.8.求满足要求时R与D/F的值；（3）在满足（2）的前提下，求改变进料塔板的位置对回流比R/冷凝器热负荷的影响。
（进料板位置取值范围11-15）解：（1）Components-Specifications-Section（输入组分）：component ID-find乙苯（Ethyl）C8H10和苯乙烯（Styrene）C8H8 （2）选择物性方法Methods-Specifications:UNIQUAC（3）Simulation流程建立:Simulation-Separator（分离器选择RadFrac严格计算）-material（F、D、W）（4）输入流股F的参数设定：进料压力 1.5bar，温度45℃，进料总流率100kmol/hr，组成为0.58（乙苯摩尔分数），0.42苯乙烯。
（5）Block-configuration-计算类型（默认第一个平衡级精馏）-塔板数21-冷凝器total-再沸器kettle-相态(vapor-liquid-convergence)-标准算法-操作条件：设定馏出比distillate to feed ratio 0.3，实际回流比reflux ratio6streams:F-14-（Above-Stage）；pressure：stagel: 0.5bar、column pressure=2-0.5bar（6）Next-run-result-summary-Balance-Split Fraction（7）Block-set up- design-New-Type:mole purity（摩尔纯度）塔顶乙苯的摩尔分数为0.92，；塔釜中乙苯的摩尔分数0.22,（8）Vary（1）回流比Reflux ratio:上下限，5-13；（2）馏出比D/F0.2-0.8 （9）Run（10）Control panel-B1-Specification Summary（11）灵敏度分析改变进料位置对R的影响：Mode Analysis Tools-sensitivity-S1-input:-Vary-New-Block Var-Block:B1-Variable: (Feed-Stage)-ID1:F-Specify limits: (11-15)-increment:1-Define-New(CAL-RR)- Variable: (CAL-RR)-Catrgory:Blocks-Reference, Variable:RR-Fill Variables输入完整-run（12）进料位置对Q的影响：Analysis-NQ curves-New（命名）-specifications:-Totol stage optimization:15-25-Feed tray optimization-Feed stream:F-Objective function（优化目标）-Minimize:Mole Rr-run（13）综上所述：1.当馏出液流量与进料液流量比为0.3（D/F），回流比为6时，馏出液乙苯的摩尔分数为0.815763与塔釜中乙苯的摩尔分数为0.184237；2.满足分离要求（塔顶乙苯的摩尔分数为0.92，回流比范围5-13；塔釜中乙苯的摩尔分数0.22，D/F范围0.2-0.8）时R为7.86032与D/F=0.514286；3. 如上图所示改变进料塔板的位置对回流比R/冷凝器热负荷的影响。
aspenplus教程(下)
Aspen 设备工艺计算
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19
4.3 反应器
反应器模块
生产能力类反应器 (化学计量反应器Rstoic，产率反应器RYield)
平衡类反应器 (平衡反应器Requil，吉布斯反应器Rgibbs)
动力学类反应器
(全混流反应器RCSTR，平推流反应器Rplug，
南
间歇式反应器Rbatch)
京
工
业
大 每种模块采用一种计算方法，适应一种反应器设计需求。
泡罩塔板（Bubble Cap）；
筛板（Sieve）；
南 京
浮阀塔板（Glistch Ballast）；，
工
业
大 学
弹性浮阀塔板（Koch Flexitray）；
包
宗
宏 条形浮阀塔板（Nutter Float Valve)。
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4
4.1 塔设备 ASPEN PLUS 软件中的塔板核算（Tray rating）功能， 计算给定结构参数的塔板的负荷情况，可供选用的塔板类型
以间歇操作。间歇操作时，只要设计好搅拌，可以使釜温均
一，浓度均匀，反应时间可长可短，可以常压、加压、减压
操作，范围较大。反应结束后出料容易，清洗方便。
南
京
工
业 大
连续操作时，可以多釜串联反应，物料一端进料，另一端
学 出料，形成连续流动，停留时间可有效控制。多釜串联时，
包 宗
可以认为形成活塞流，反应物浓度和反应速度恒定，反应釜
化工计算与软件应用
第四章 设备工艺计算
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化工流程设计、物料衡算、热量衡算完成之后，化工工艺 设计的另一重要工作是进行设备的工艺计算、选型与核算， 为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供依据。
用-Aspen-Plus软件设计冷凝器
用Aspen-Plus软件设计冷凝器问题叙述：要将1atm，101℃的饱和水蒸气冷凝下来，采用340 K ，1 atm.的乙二醇作为冷物料。
所有的水蒸气都要被冷凝。
设备管理器推荐采用垂直逆流换热器，，蒸汽走管程，压力降不考虑。
过程示意图如下：设计一般规则：当固体表面的温度低于饱和蒸汽的温度时，就会发生冷凝。
冷凝有两种形式：膜状和滴状。
后者的传热系数更高，但是一般需要在表面覆盖能达到滴状的装置。
因此，一般的冷凝器设计的时候都假设为膜状冷凝，我们这个例子也如此。
与加热蒸发设计一样，冷凝的传热系数以103 W/ m K计量。
在这个例子中，采用垂直冷凝器，冷凝物在管内冷凝。
蒸汽在管内从上自下流动而乙二醇在壳程逆流流动。
由于用Aspen估算传热系数不是太准确，因此需要人工计算传热系数。
但是，用人工计算是比较繁琐的，一般采用系统的热量衡算程序来解决此问题。
首先通过从HeatX图标上选择模块来建立流程。
当流程完成以后（如上图所示），输入其它的必要信息：名称、物性方法、给定的物流数据。
现在进入到换热器的Setup页面，（如左图所示），设置“Hotstream outlet vaporfraction.”的值为0.0，就是说蒸汽离开换热器的时候是饱和水，在此基础上作简化计算。
流动为逆流操作。
点击Next运行模拟。
这是简化计算的结果。
注意检查所有物流的出口条件。
蒸汽完全冷凝，乙二醇的温度升高到设计温度365K，同时注意饱和蒸汽的温度。
返回到Setup，将计算改为“Detailed.”。
换热器的规定不变。
现在点击到U-methods页面，规定总传热系数用“Film coefficients”计算。
下一页将详细说明各传热系数的算法。
（这仅是计算冷凝器传热系数的一种方法，还可调用Fortran 子程序计算系数，参见文献1）上图所示是Film Coefficients的输入页面。
向前面一个例子一样，我们需要手工输入传热系数（参见文献2）。
【单元操作001】再沸器第一波·AspenPlus中的再沸器设置
【单元操作001】再沸器第一波·AspenPlus中的再沸器设置蒸馏操作是通过汽化、冷凝达到提浓的目的，加热汽化主要通过再沸器来完成，相对而言，精馏塔的再沸器种类较多，选择时要考虑的因素也比较多。
这一系列的文章，小编试图通过流程模拟、再沸器排布、再沸器类型及在工程中应用这几方面，总结一下精馏塔的再沸器。
小编才疏学浅，有不对的地方还请大家多多指教。
再沸器是精馏塔的一个重要组成部分，所以呢，偶们就先从流程模拟扯起。
在模拟过程中，首先需要在setup – configuration 中选择再沸器的类型，有kettle（釜式）和thermosiphon（热虹吸式）两种。
当然了，这两种再沸器涵盖了立式再沸器、卧式再沸器、强制循环再沸器、再沸炉和釜式再沸器。
Kettle如果选择kettle，程序默认釜式再沸器为一块理论板，在塔板选型的时候，最后一块塔板只能写到N-1，第N块塔板就是再沸器。
这种换热器也就是一次通过性，相当于N-1块塔板的液体进入再沸器，再沸器出口的气液两相进入塔釜，塔釜出口温度与再沸器出口温度是一样的。
釜式再沸器汽化率最高可以达到80%以上，炼油中再沸器比较少，小编见过用釜式再沸器的是芳烃（双苯）抽提蒸馏的非芳烃蒸馏塔再沸器。
但是呢，做蒸汽发生器的比较多。
K型俗称大肚子，其壳径与管束的直径之比一般在1.3~2.0。
为了防止蒸干，进入再沸器的物料量应大于蒸发物料量，多余的物料将通过溢流堰作为塔底出料，可以返回塔釜。
K型再沸器呢，塔底不直接抽出，可以用再沸器抽出。
溢流堰一般会比管束高5~15cm，管束是要完全浸泡的，一般采用圆形，有时采用半圆形。
K型再沸器的管子中心距与管子一般为管径的1.3~2.0d。
模拟默认为Kettle再沸器，采用这一类再沸器无需做额外设置。
Thermosiphon热虹吸换热器在炼油中用的比较广，通过密度差驱动介质从再沸器入口流向出口，构成了物流的循环。
出口气相占20~30%的比例。