過程分析合成-大作業(yè)2報告5版

過程分析與合成大作業(yè)流程的嚴(yán)格模擬及評班級：分子科學(xué)與工程1班 執(zhí)筆人:作業(yè)要求大作業(yè)（2)——流程的嚴(yán)格模擬及評設(shè)計一精餾分離流程，分離三元混合物。原料溫度37.8℃，壓力1.72MPa，進(jìn)料中各組分流量分別為：丙烷（propane)45.4kmol/hr，異丁熱力學(xué)方法：SRK，各精餾塔的塔板壓降為0.6kPa.作業(yè)要求寫成報告提交；報告的內(nèi)容包括設(shè)計的所有精餾分離流程方案置、冷凝器類型、冷凝器及再沸器的熱負(fù)荷、所使用公用工程的品（溫度對最終確定的流程ASPEN生成各操作單元的報告作為附件總結(jié)此項任務(wù)完成過程的收獲及建議完成過程中，詳細(xì)記錄討論內(nèi)容，作為附件附在報告后報告封面注明組長、報告執(zhí)筆人、小組成員及學(xué)號報一 小組分工情 二 方案設(shè)計整體思 三 直接分離序 (一)、精餾塔塔1的條件設(shè)置與計算結(jié) (二、精餾塔塔2的條件設(shè)置與計算結(jié) 四 間接分離序 (一)、精餾塔塔1的條件設(shè)置與計算結(jié) (二、間接分離精餾塔塔2的條件設(shè)置與計算結(jié) 五 分離方案結(jié)果比 六 報告的收獲和建 七 小組討論過程記錄總 八 AspenPlus生成的操作報 (一)、直接序列生成報 (二、間接序列生成報 一、小組分工情1、:報告撰寫、任務(wù)分配與協(xié)調(diào)、部分?jǐn)?shù)據(jù)表格整2、范揚揚:討論過程的思路與關(guān)鍵點記錄、AspenPlus間接序列的計 Plus直接序列的計算、部分?jǐn)?shù)據(jù)表格整理4、:初始壓力設(shè)定選擇、需要的產(chǎn)品組成計算，AspenPlus間接二、方案設(shè)計整體思(一)輕重組分的計算丙烷(propane)45.4kmol/hr，異丁烷(isobutane)136.1kmol/hr，正丁烷(n-butane)226.8kmol/hr:丙烷(A)(B)、所以可以有直接分離(A/BC)、和間接序列(AB/C)(二)分離方案設(shè)計1、方案1：直接序列(不斷地從塔頂將物質(zhì)分離出體系2BC2、方案2：間接序列(不斷地從塔頂將物質(zhì)分離出體系先分離丙烷1的塔頂餾出液得到丙烷A、異丁烷B混合物，塔釜得到正C2AB。BBC圖

BC圖 BC(三)各精餾塔詳細(xì)工藝操作參數(shù)的確定思路(具體過程見之后的計算1、各產(chǎn)品流率及組成的設(shè)2、塔的操作溫度、壓力、冷凝器類計算流程圖示具體計算過程計算流程圖示計算塔釜混合液的臨界溫度，只要滿足塔釜溫度小于塔釜臨界溫度

nn及再沸器的熱負(fù)荷、所使用公用工程的品位（溫度4、根據(jù)條件計算出結(jié)果，再根據(jù)結(jié)果判斷是否達(dá)到目的要求，若未達(dá)到，繼續(xù)修改已知條件，直到結(jié)果符合目的要求。三、直接分離序(一)、精餾塔塔1的條件設(shè)置與計算結(jié)1、流股、塔流股初始條件選擇1:以丙烷A為輕關(guān)鍵組分異丁烷B為重關(guān)鍵組分。因要求丙烷A、異丁烷B、正丁烷C98%。此處設(shè)定丙烷摩爾回收98%A，為了使保證二塔中流出的異丁烷B的分離分?jǐn)?shù)達(dá)到要求98%，塔爾回收率為1%；假定符合清晰分割，則一塔中正丁烷的摩爾回收率為0%因此得到塔1的分0.01。

AC21 C21圖 2、壓力和冷凝器(全凝器和分凝器)的選擇與溫度校核塔1的壓力確定和溫度校核精餾塔編號 col 分割類型 清晰分組分異丁正丁分離分?jǐn)?shù)(回收率1yd(摩爾分?jǐn)?shù)10xb(摩爾分?jǐn)?shù)01泡點 kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷卻公用工 臨界溫度 °C>塔釜泡點溫度,則滿足溫度條件3、精餾塔操作條件的確定(盡量節(jié)省成本的前提下用簡捷精餾模型DSTWU確定初值A(chǔ)C而得到初步的初值:472546kmol/hr5。(2)精餾塔嚴(yán)格計算模型RadFrac確定最終結(jié)果:①初步計算設(shè)置12bar0.6kPa。A0.01NQ曲線范圍:,20—501。直接序列塔1-N-Q曲直接序列塔1-N-Q曲1028NQNQ1，得到符合設(shè)計規(guī)定的操作4、精餾塔塔1操作條件的最終計算結(jié)（1）具體分析結(jié)果設(shè)備:精餾塔 分離:A(塔頂)/BC(塔釜基本操作條件塔操作溫度:冷凝器溫度冷凝器熱負(fù)荷-塔操作溫度:再沸器溫度再沸器熱負(fù)荷塔操作壓力:塔頂壓力冷凝器溫度塔操作壓力:塔釜壓力冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位1塔頂流股數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)1塔釜產(chǎn)品流股數(shù)據(jù)溫度溫度壓力壓力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC塔105塔105PRESSURE1202.51205.01207.51210.0PRESSURE1202.51205.01207.51210.01212.51215.01 (二、精餾塔塔2的條件設(shè)置與計算1、塔2的作用是分離兩個相對較重的組分：異丁烷B和正丁烷C。在分離過程稿中以異丁烷B為輕關(guān)鍵組分正丁烷C為重關(guān)鍵組分為了滿足回收率為98%的條件，設(shè)定塔頂異丁烷B的回收率為99%，因為在塔1設(shè)定中損失了1%的異B2B99%（0.99*0.99=0.9801>0.981C的損失，因此經(jīng)過C98.5%。2、塔2的壓力確定和溫度校核精餾塔編號 col分割類型 清晰分組分異丁正丁C分離分?jǐn)?shù)(回收率1yd(摩爾分?jǐn)?shù)10xb(摩爾分?jǐn)?shù)0泡點kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷卻公用工:臨界溫度°C>塔釜泡點溫度,則滿足溫度條件3、精餾塔塔2操作條件的確定(盡量節(jié)省成本的前提下用簡捷精餾模型DSTWU確定初值BC的摩爾回收率等條件進(jìn)行簡捷計算，從而得到初步的初值:6834140kmol/hr，回流比為精餾塔嚴(yán)格計算模型RadFrac確定最終結(jié)果①初步計算設(shè)置8bar0.6kPa。設(shè)置設(shè)計規(guī)定:B0.99C塔頂摩0.015。NQ曲線范圍:50—801。②NQ曲直接序列塔2-N-Q曲直接序列塔2-N-Q曲NQNQ2，得到符合設(shè)計規(guī)定的操作4、精餾塔塔2操作條件的最終計算結(jié)設(shè)備:精餾塔 分離:B(塔頂)/C(塔釜基本操作條件塔操作溫度:冷凝器溫度冷凝器熱負(fù)荷-塔操作溫度:再沸器溫度再沸器熱負(fù)荷塔操作壓力:塔頂壓力冷凝器溫度塔操作壓力:塔釜壓力冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位2塔頂流股數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)2塔釜產(chǎn)品流股數(shù)據(jù)溫度溫度壓力壓力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC塔202溫度操作條件：塔板塔205 2壓力操作條件:塔板-PRESSUREkPaBlockB2(RadFrac)PRESSUREkPa 11.016.021.026.031.036.041.046.051.056.061.066.0四、間接分離序(一)、精餾塔塔1的條件設(shè)置與計算結(jié)1、流股、塔、分離結(jié)果初始設(shè)置以異丁烷B為輕關(guān)鍵組分，正丁烷C為重關(guān)鍵組分。因要求丙烷A、異丁烷B、正丁烷C的分離分?jǐn)?shù)均為98%。此處設(shè)定正丁烷C在塔底98%，塔頂產(chǎn)品中的異丁烷B回收率應(yīng)達(dá)到99%A的摩爾回收率為100%因此得到塔1的分離要求為:異丁烷B的塔頂回收率為0.99，正丁烷C的0.02。

A221B1C2(全凝器和分凝器)的選擇與溫度校核:塔1的壓力確定和溫度校核

4精餾塔編號 col分割類 清晰分組分異丁B正丁C分離分?jǐn)?shù)(回收率00yd(摩爾分?jǐn)?shù)01xb(摩爾分?jǐn)?shù)1泡點kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷卻公用工:臨界溫度°C>塔釜泡點溫度,則滿足溫度條件3、精餾塔操作條件的確定(盡量節(jié)省成本的前提下用簡捷精餾模型DSTWU確定初值輸入輕組分丙烷A重組分正丁烷C的摩爾回收率等條件進(jìn)行簡捷計算而得到初步的初值:總板76，進(jìn)料位置為40，采出率為200kmol/hr，回流比為5。(2)精餾塔嚴(yán)格計算模型RadFrac確定最終結(jié)果:①初步計算設(shè)置設(shè)置已知條件:9040200kmol/hr，回流比為510bar0.6kPa。設(shè)置設(shè)計規(guī)定:B0.99,C塔頂摩爾回收率0.02。NQ曲線范圍:,60—901。②NQ曲線結(jié)果NQ762841最終計算結(jié)果設(shè)備:精餾塔 分離:AB(塔頂)/C(塔釜基本操作條件塔操作溫度:冷凝器溫度冷凝器熱負(fù)荷-塔操作溫度:再沸器溫度再沸器熱負(fù)荷塔操作壓力:塔頂壓力冷凝器溫度塔操作壓力:塔釜壓力冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位1塔頂流股數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)1塔釜產(chǎn)品流股數(shù)據(jù)溫度溫度壓力壓力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC間接序列塔1間接序列塔102壓力操作條件:塔板-PRESSURE80508100815.0PRESSURE80508100815.0820.0825.0830.0835.0840.0 (二、間接分離精餾塔塔2的條件設(shè)置與計算1、流股、塔、分離結(jié)果初始設(shè)置2AB。在分離過程稿中以丙烷A為輕關(guān)鍵組分，異丁烷B為重關(guān)鍵組分。為了滿足回收率為98%的條件，設(shè)定塔底異丁烷B的回收率為99%，因為在塔1設(shè)定中損失了1%的異丁烷B，經(jīng)計算塔2異丁烷B回收率為99%的時候，總回收率才能達(dá)到98%的（0.99*0.99=0.9801>0.981A的損失，因此經(jīng)過試A98.5%。2、壓力和冷凝器(全凝器和分凝器)的選擇與溫度校核塔2的壓力確定和溫度校核精餾塔編號 col 分割類型 清晰分組分異丁正丁分離分?jǐn)?shù)(回收率00yd(摩爾分?jǐn)?shù)01xb(摩爾分?jǐn)?shù)1泡點 kPa>1.48MPa，不使用全凝 kPa<2.52Mpa使用分凝器和冷卻公用工程臨界溫度Tc: 用簡捷精餾模型DSTWU確定初值A(chǔ)C而得到初步的初值:291040kmol/hr5。(2)精餾塔嚴(yán)格計算模型RadFrac確定最終結(jié)果:①初步計算設(shè)置:10bar0.6kPa。設(shè)置設(shè)計規(guī)定:A0.985,B0.01NQ曲線范圍:,20—601。②NQ曲線結(jié)果間接序列塔2-N-Q間接序列塔2-N-QNQ24932最終計算結(jié)果設(shè)備:精餾塔 分離:B(塔頂)/C(塔釜基本操作條件塔操作溫度:冷凝器溫度冷凝器熱負(fù)荷-塔操作溫度:再沸器溫度再沸器熱負(fù)荷塔操作壓力:塔頂壓力冷凝器溫度塔操作壓力:塔釜壓力冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位92塔頂流股數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)2塔釜產(chǎn)品流股數(shù)據(jù)溫度溫度壓力壓力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC間接序列塔202溫度操作條件：塔板間接序列塔205 2壓力操作條件:塔板-810815BlockB2(RadFrac)810815PRESSURE PRESSURE 五、分離方案結(jié)果分析與比總塔板數(shù)回流比操作費------流率進(jìn)料產(chǎn)品進(jìn)料產(chǎn)品丙烷異丁烷正丁烷丙烷異丁烷正丁烷方案結(jié)果比較分析1、設(shè)備費用97100)2、運行費用精餾塔操作費：直接分離序列操作費為1206.01，間接分離序列操作費為907.72830%。冷凝器費用再沸器費用①熱公用工程品位：直接分離序列對熱公用工程的品位較高，但是不明顯10%。壓力:1高(12bar)2低(8bar)，間接塔兩塔壓力居中(10bar)。3、分離效果1、回收率:兩種方案的回收率均達(dá)到要求2、產(chǎn)品純度：直接分離丙烷為0.967、異丁烷為0.969、正丁烷為0.994；間接分離丙烷為0.971、異丁烷為0.962、正丁烷為0.994。經(jīng)過比較，可知兩種分離方4、結(jié)果分析節(jié)約成本。間接分離唯一的劣勢是塔2的冷劑低于27°C，需要18°C的冷劑。在1818℃的冷劑成本較高，則采用直接序列較為節(jié)省成本。六、報告的收獲和建1、收1.若運行報告中，塔板數(shù)從N以后沒有明顯變化（significantchange，可以調(diào)節(jié)降低NQ曲線setup中的上限若運行報告中vary變化的范圍超過了設(shè)定，則可以在vary中增大vary的變化范圍；同時blockconvergence中增大重2、建10K七、小組討論過程記錄總(一、壓力的選取1.72MPa(17.2bar)17.2bar14、1210barQ27℃10℃37℃在冷凝器溫度>37℃12bar壓力。作業(yè)中其它三個塔均采用此方法分析。(二、直接分離序列的初始條件選擇1%（99%異丁烷99%（則從第二個精餾塔塔頂098%的回收率要求，第二個精餾塔中正2%。但實際上根據(jù)計算，第一個精餾塔中，塔頂流股仍然會有2%1.5%，98%。(三、間接分離序列的初始條件選擇28.41℃10bar為塔頂?shù)睦淠鲏毫Α０?、AspenPlus生成的操作報(一）直接序列生成報BLOCK: MODEL: -FEED STAGE10OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE MOLE(KMOL/HR - - ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF ALGORITHM ABSORBER INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCE DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOPITERATIONS UMNO.OFINSIDELOOP UMNUMBEROFFLASH FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE COL- MOLARREFLUX 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT OUTLET.20000E-.73258E-.10000E- SUMMARYOFKEY CCTOPSTAGELIQUIDBOTTOMSTAGELIQUIDMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-1MOLE-STREAMS: BASE-STREAMS:2MOLE-STREAMS:0.10000E- BASE-STREAMS: UMFINALRELATIVE DEW 0.32869E-04STAGE=BUBBLE 0.19662E-04STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.45672E-07STAGE=26COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.27767E-04STAGE=1 FROMTHESTAGEINCLUDINGANYSIDE 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--0.14119E+09- 129****MASSFLOWPROFILES 1 20.1878E+0590.2059E+05100.5190E+05110.5218E+05240.5479E+05250.5484E+05260.5486E+05270.5486E+05280.2104E+05 N-10.97014E-20.23227E-9 N-10.36105E-20.90958E-9 129 10.12507E-20.29343E-90.98039E- N-10.47092E-29BLOCK: MODEL: -BOTTOM STAGE27OUTLETS-1 STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE MOLE(KMOL/HR ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF ALGORITHM ABSORBER INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCE DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOPITERATIONS UMNO.OFINSIDELOOP UMNUMBEROFFLASH FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE COL- MOLARREFLUX 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT OUTLET12.13260E-.14992E-.99952E- SUMMARYOFKEY CTOPSTAGELIQUIDBOTTOMSTAGELIQUIDMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-1MOLE-STREAMS: BASE-STREAMS:2MOLE-RECOV STREAMS:1 BASE-STREAMS: UMFINALRELATIVE 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****MASSFLOWPROFILESFLOWFEEDPRODUCT 10.1184E+06 20.1105E+0630.1104E+06250.1061E+06260.1061E+06 270.1234E+060.1104E+06280.1233E+06680.1223E+06690.1305E+05 30.72753E-0.59966E- 1230.90103E-0.74281E- 123 N-1230.72753E-0.59966E- N-1230.90103E-0.74281E-(二）間接序列生成報BLOCK: MODEL: -FEED STAGE28OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCEMOLE(KMOL/HR 0.284749E-ENTHALPY(CAL/SEC---0.340019E-****INPUTDATA INPUT NUMBEROF ALGORITHM ABSORBER INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCE DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOPITERATIONS UMNO.OFINSIDELOOP UMNUMBEROFFLASH FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE COL- MOLARREFLUX 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT OUTLET .20000E- .99992E- SUMMARYOFKEY CCTOPSTAGELIQUIDBOTTOMSTAGELIQUIDMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-1MOLE-STREAMS: BASE-STREAMS:2MOLE-STREAMS:0.20000E- N-BASE-STREAMS: UMFINALRELATIVE DEW 0.10388E-05STAGE=BUBBLE 0.55394E-05STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.21807E-05STAGE=28COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.64572E-05STAGE=15 FROMTHESTAGEINCLUDINGANYSIDEPRODUCT. 1---2------------------ 12****MASSFLOWPROFILESFLOWFEEDPRODUCT 10.1112E+0620.1042E+06270.1043E+06280.1346E+06290.1351E+06300.1353E+06310.1354E+06320.1354E+06750.1344E+06760.1300E+05 N-10.24562E-20.35776E-0.72709E-0.60856E- N-10.15267E-20.24562E-0.88373E-0.73978E- 12 N-120.37055E-0.72709E-0.60856E- N-10.16870E-20.88373E-0.73978E-BLOCK: MODEL: -CON1 OUTLETS-PROPANESTAGE STAGE ***MASSANDENERGYBALANCEMOLE(KMOL/HR ENTHALPY(CAL/SEC---0.310818E-****INPUTDATA INPUT NUMBEROF ALGORITHM ABSORBER INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCE DESIG