Aspen软件培训案例 - 图文

ASPEN PLUS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 催化分馏塔流程模拟计算 ............................ 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.............................. 32 DMF萃取精馏流程模拟计算 ........................... 37 丁二烯脱水流程模拟计算 ............................ 40 甲乙酮脱水流程模拟计算 ............................ 43 VCM PLANT MODEL ..................................... 46

VCM Manufacture and Project Goals................................................................ 48 Section 100 – Direct Chlorination.............................................................. 51 Section 200 – Oxychlorination...................................................................... 53 Section 300 – EDC Purification.................................................................... 61 Section 400 – EDC Pyrolysis.......................................................................... 63 Section 500 – VCM Purification.................................................................... 67 Running AspenTech VCM Models.......................................................................... 69 References.............................................................................................................. 71

酸气碱洗流程模拟计算 .............................. 72 乙烯裂解气碱洗流程模拟计算 ........................ 74 水-异丁酸-丁酸间歇精馏流程模拟计算 ................ 77 流程优化模拟计算 .................................. 79 冷凝器、再沸器计算及安装高度计算 .................. 81 非库组份物性估计 .................................. 82 乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例 ............ 83 模拟模型的数据拟合 ................................ 85 应用示例 .......................................... 85

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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与原油的性质，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，常压塔进料产品与出料产品之间的焓差，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，与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（M1）、常压塔（T101）。

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GAST101WGNS1CP1CGASM11S3OILCP3C4SSS2CP2CB

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

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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.进出料参数 出料量Kg/h 进料温度 H2S CH4 C2H6 C2H4 NC4 IC4 反丁烯-2 IC5 C5= 进料压进H2O H2 N2 CO2 力料Kg/cm2 组成WT% 11 0.572 0.26 11 11 11 11 11 11 11 11 11 11 11 馏程 IP 46 133 198 260 243 86 230 317 368 370 10% 74 146 222 312 349 112 260 375 434 446 30% 395 167 473 50% 106 160 254 337 410 222 410 471 501 520/13 C3H8 C3H6 丁烯-1 异丁烯 顺丁烯-2 常压瓦斯268 常顶汽油5367 常一线6250 0.094 0.34 70% 90% 427 272 427 494 526 137 178 291 366 450 321 340 450 531 32.8289 EP 161 204 309 378 488 354 382 488 569 538/75 6.7814 0.67 比重 40.636 0.5042 1.3942 0.5402 0.2695 0.254 0.0286 1.7658 1.0678 产品抽出板 10 22 34 44 0.7273 0.7922 0.8431 0.866 0.8927 0.8257 0.8778 0.8927 0.9264 0.9372 常二线30667 常三线20667 常四线3250 减顶油1550 减一线8333 300 减二线62500 减三线14167 减四线9750 减渣149731 塔底蒸汽2100 常一、二、三汽提蒸汽各100 500/11 540/17.88 0.9798 D1160数据 440 11 440 11 4

2、 单元操作参数 常压炉过汽化率3%(WT) 表 1.2 单元操作参数 T1常压分馏塔 1.3 全塔压降kg/cm2 抽出板/返回板 中段回流量 16/14 28/24 40/36 45 塔底 65000Kg/h 57000Kg/h 10000Kg/h 操作压力Kg/cm2 中段回流1 中段回流2 中段回流3 实际板数 进料板 0.30 中段回流取热量 1.80Mkcal/h 4.10Mkcal/h 1.15Mkcal/h 3、 设计规定及模拟技巧

3．1原油蒸馏数据的重要性 3．2过汽化率

3．3热平衡与产品分布的密切关系 理论板或板效率 热力学 初值 设计规定 变量 表1.3 设计规定 50% BK10 常顶汽油干点180℃ 塔顶产品量 三、软件版本

ASPEN PLUS软件12.1版本，文件名ERC250-C.APW

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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，抽出的侧线产品与原油换热后，冷却后出装置，减压塔进料产品与出料产品之间的焓差，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，与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（M1）、减压塔（T102）。

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JTT102J1J2JGASM11J4J3CBJB

图2-1 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

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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 出料量Kg/h 进进料料压力温Kg/cm2 度 减压瓦斯268 减顶油1550 减一线8333 减二线62500 减三线14167 减四线9750 减渣149731 11 11 11 11 11 11 11 进料组成WT% 馏程 H2O H2 N2 CO2 H2S CH4 C2H6 C2H4 C3H8 C3H6 NC4 IC4 丁烯-异丁顺丁反丁IC5 1 烯 烯-2 烯-2 C5= 0.572 0.26 IP 10% 30% 86 230 317 368 370 112 260 375 434 446 500/11 0.094 0.34 32.8289 6.7814 0.67 40.636 0.5042 1.3942 0.5402 0.2695 0.254 0.0286 1.7658 1.0678 50% 70% 90% EP 比重 产品抽出板 272 427 494 526 321 354 340 382 450 488 531 569 538/75 540/17.88 0.8257 0.8778 0.8927 0.9264 0.9372 0.9798 3 7 9 12 167 222 300 410 471 473 501 520/13

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2、 单元操作参数 减压炉过汽化率 操作压力mmHg 3%（WT） 中段回流1 中段回流2 中段回流3 冲洗油 实际板数 进料板 表 2.2 单元操作参数 T1常压分馏塔 20 全塔压降mmHg 抽出板/返回板 3/1 7/4 9/8 9/10 四段填料 塔底 温差72 温差90 温差94 10 中段回流取热量 1.39Mkcal/h 5.70Mkcal/h 7.9515Mkcal/h 3、 设计规定及模拟技巧 3.1 进料混合

3.2 产品分布与取热关系 理论板或板效率 热力学 初值 设计规定 变量 4、 模块及相关物流 表 2.3 设计规定 15块 BK10 塔顶温度75℃ 中段回流1热负荷 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 号 M1减压进料混合器 Mixer M1 T102减压塔 Column T1 三、软件版本

ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名ERC250-V.APW

出口物流号 9

催化分馏塔流程模拟计算

一、工艺流程简述

催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一。它由反

再、主分馏及吸收稳定系统三部分所组成。分馏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。分馏系统主要由分馏塔、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。

催化分馏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（M1）、催化分馏塔（T2014）。

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T201GASSS0GGASPCOILSS1COILGGOILCCOILM1FEEDHHOILYYJSSYJHOIL

图3-1 催化分馏系统模拟计算流程图

FEED进分馏塔油汽； 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；

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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 出料量Kg/h 进料温度 进料压进H2O CO CO2 AIR CH4 C2H4 力料Kg/cm2 组成WT% 0.9 3.8 10 13.4 3.1 2.7 11 11 馏程 IP 10% 30% 50% 70% 40 54 76 103 138 90% 179 347 347 538 C3H8 C3H6 IC4 NC4 丁烯-1 异丁烯 顺丁烯-2 反丁烯-2 IC5 NC5 C5= NC6 H2S 富气29300 粗汽油67320 轻柴油55000 吸收返回柴油17000 回炼油29700 油浆8930 进料中蒸汽12120 塔底汽提蒸汽量880 汽提蒸汽量100 492 280 280 5.8 EP 198 4 比重 16.4 6.7 2.1 3.05 3.1 2.4 3.7 0.6 4.8 3.1 2 产品抽出板 10 28 0.723 189 222 247 274 305 189 222 247 274 305 290 395 226 407 435 468 362 0.9068 362 0.9068 0.9366 0.9927 538/87

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2、 单元操作参数 表3.2 单元操作参数 T201催化分馏塔 操作压力Kg/cm2 2.50 全塔压降Kg/cm2 0.30 抽出板/返回板 中段流量 中段回流1 4/1 230000Kg/h 11.0Mkcal/h 中段回流2 14/12 198000Kg/h 12.8Mkcal/h 中段回流3 26/24 25000Kg/h 1.08Mkcal/h 中段回流4 32/32 300000Kg/h 18.82Mkcal/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 代号 M1进料油汽混合器 Mixer M1 催化馏塔 Distillation T201 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名CHT201.APW

出口物流号 13

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馏份轻质化的装置之一。它由

反再、主分馏及吸收稳定系统三部分所组成。分馏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。分馏系统主要由分馏塔、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，不少催化装置分馏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馏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。一般包括四个塔第一塔为吸收塔，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，用催化分馏塔来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馏系统。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）。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）。

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WDGOIL5P305C39WDGOIL329GASWDGOIL4PGASWDGOIL2SP1WDGOIL1F214FGOIL1FGOILFGASGGGASLLPGGGOIL9F1D3018P30110SP2E3021213DC2GOILDC2GOIL1P303511FCOILWDGOILC10301PCOILC10302E30321C10304LPGC10303

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；PCOIL贫柴油；PGAS干气；FCOIL富柴油；二汽油；LPG液化气；WDGOIL5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

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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/H 进进料进料H2 料压力组成温MPa.G MOL% 度 干气14500Kg/h 42 1.21 15.288 13.433 0.6 0.795 2.579 30.682 11.794 21.22 2.674 0.503 0.218 0.015 0.059 0.092 0.017 0.003 0.078 10% 1.0 EP 0.69 40.66 7.67 11.96 3.61 9.0 9.55 9.39 6.01 比重 0.716 219.5 253.5 309 338 0.9018 323/95 N2 O2 CO CO2 CH4 C2H6 C2H4 C3H6 C3H8 IC4 NC4 BUT1 IBTE 反丁顺丁NC5 烯-2 烯-2 液化气85000 Kg/h 42 1.21 稳定汽 馏程 IP 30% 50% 70% 90% 77.5 油42 1.21 39.5 52 163.5 195 115000Kg/h 贫柴油40000Kg/h 30 2.21 192

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2、 单元操作参数

表4.2 单元操作参数 C10301吸收塔 C10302脱吸塔 C10303再吸收塔 C10304稳定塔 分流器SP1 F1进料闪蒸罐 1.17 1.27 1.15 1.05 WDGOIL2流量60000Kggh 汽化率 0.46157 操作压力MPa.G 温度℃ 48 全塔压降MPa 0.04 0.04 0.04 0.05 分流器SP2 中段回流1 D301平衡罐 抽出板/返回板 3/3（理论） 温度℃ 35 流量Kg/h 90000 压力Mpa.G 1.19 返回温度℃ 27 12流量55000Kggh 中段回流2 E302出口温度55℃ F2平衡罐 抽出板/返回板 5/5（理论） 温度℃ 48 流量Kg/h 120000 压力Mpa.G 2.22 返回温度℃ 27 中段回流3 P301 抽出板/返回板 7/7（理论） E303冷流出口温度117℃ 压力Mpa.G 1.35 流量Kg/h 120000 效率% 70 返回温度℃ 28 中段回流4 P303 抽出板/返回板 9/9（理论） C39出口温度30℃ 压力Mpa.G 1.90 流量Kg/h 120000 压降0.02MPa 效率% 70 返回温度℃ 28 P305 实际板数/理论板 30/12 30/12 30/9 50/37 压力Mpa.G 2.39 进料板 油塔顶/气塔底 油塔顶/气塔底 油塔顶/气塔底 15 效率% 70

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3、 设计规定 表4.3 设计规定 C10301吸收塔 热力学 BK10 设计规定1 设计规定2 变量1 C10302脱吸塔 BK10 -塔底C2(mol)〈0.5% 塔顶产品量（初值33024Kg/h） C10303再吸收塔 BK10 C10304稳定塔 BK10 塔顶产品量（88208Kg/h） 回流2.3 冷凝器温度40℃ 18

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ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名XST301.APW

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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CO2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H2S和CO2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CO2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，ASPEN PLUS 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CO2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与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与富胺液换热，再冷却后，回到吸收塔（T301）。所涉及主要模块有吸收塔（T301）、胺液再生塔（T302），贫胺液泵P1。

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图6-1 MDEA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；LMDEA再生后贫胺液；H2S酸气；MA-MDEA补充MDEA；MA-H2O补

充水；循环MDEA贫胺液

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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H2O CO2 H2 N2 CH4 C2H6 C2H4 C3H8 C3H6 IC4 NC4 IBTE IC5 KG/H 温度 ATM 成 GAS300040 1.50 m3/h PMDEA2040 1.50 000

2、 单元操作参数

VOL% 0.13 8.75 89.89 WT% 80 CO H2S MDEA 1.23 20.0 操作压力ATM 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 板效率% 表6.2 单元操作数据 T301 1.50 0.3 12 塔顶/塔底 T302 1.30 0.30 11 1 22

3、 设计规定

表6.3 设计规定 T301塔 热力学 ELECNRTL 设计规定1 贫气GAS中H2S10ppm(mol) 设计规定2 变量1 MDEA流量 变量2 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保KMDEA.APW

T302塔 ELECNRT 塔顶产品735Kg/h 计算模块C—1 计算所需补充在水和MDEA量 23

四、例题2

图2 MDEA脱硫装置模拟计算流程图

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1、 装置进料数据 FM Temperature C 35.5 Pressure atm 9.674 Vapor Frac 0.007 Mole Flow kmol/hr 1375.922 Mass Flow kg/hr 30560.49 Volume Flow l/min 878.568 Enthalpy MMkcal/hr -93.86 Mass Flow kg/hr H2O 23161 MDEA 5799.034 H2S 436.673 CO 6.51 CO2 234.502 AIR 9.896 CH4 35.618 C2H6 30.084 C2H4 33.218 C3H8 88.65 PROPY-01 606.105 ISOBU-01 30.355 N-BUT-01 11.087 1-BUT-01 29.639 ISOBU-02 3.849 TRANS-01 23.904 CIS-2-01 19.007 N-PEN-01 1.36 GAS 40 9.87 1 218.584 5836.36 9204.21 -2.309 0 0 246.22 123.89 259.54 1457.2 1050.64 1188.11 995.96 37.71 158.82 113.12 47.99 49.63 0 46.32 61.21 0 GAS1 41 9.384 1 202.434 5251.595 9022.436 -1.817 31.485 0 0.755 117.38 25.038 1447.304 1015.022 1158.026 963.345 36.667 154.532 108.333 45.259 47.32 0 43.688 57.441 0 LPG 40 15.4 0 183.143 8564.06 279.398 -2.082 0 0 190.26 0 0 0 0 0 0.95 1506.01 3813.76 1198.34 391.38 471.63 68.92 436.54 312.72 173.55 LPG1 39 15.4 0 159.815 7588.337 247.609 -2.002 6.358 0.676 0.501 0 0 0 0 0 0.346 1418.403 3211.943 1172.772 383.024 444.301 65.071 415.268 297.482 172.19 M1 M2 M11 M22 PM 121.4 1.962 0 1277.635 27939.92 493.687 -87.096 22139.51 5799.009 1.397 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 SOUR 40 1.575 1 98.287 2620.571 26309.33 -3.884 1021.486 0.025 435.276 6.51 234.502 9.896 35.618 30.084 33.218 88.65 606.105 30.355 11.087 29.639 3.849 23.904 19.007 1.36 40 40 43.5 39.1 9.87 9.87 9.674 16.4 0 0 0 0 553.011 783.433 569.162 806.76 12000 17000 12584.77 17975.72 200.072 287.782 215.369 311.652 -38.56 -54.726 -39.053 -54.807 9599.52 13599.32 9568.035 13592.96 2399.88 3399.83 2399.88 3399.154 0.6 0.85 246.065 190.609 0 0 6.51 0 0 0 234.502 0 0 0 9.896 0 0 0 35.618 0 0 0 30.084 0 0 0 32.615 0.604 0 0 1.043 87.607 0 0 4.288 601.817 0 0 4.787 25.568 0 0 2.731 8.356 0 0 2.31 27.329 0 0 0 3.849 0 0 2.632 21.272 0 0 3.769 15.238 0 0 0 1.36 25

2、 单元操作参数 操作压力ATM 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 初值1 初值2 3、 设计规定 热力学 表 单元操作数据 C-401 C-402 9.384 15.40 0.3 1.0 20 10 塔顶/塔底 塔顶/塔底 C-403 1.575 0.40 21 4 塔顶产品2200kg/h 回流比2.50 设计规定1 设计规定2 变量1 变量2 C-401 ELECNRTL 真实组份 收剑方法：标准 阻尼：中 C-402 UNIFAC-LL C-403 ELECNRTL 真实组份 收剑方法：宽沸程 阻尼：中 冷凝器温度40 塔底贫液中H2S 50ppm 塔顶产品1200-2800kg/h 回流比0.5-3.0 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件名C-401MDEA.APW

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炼厂含硫污水汽提流程模拟计算

一、工艺流程简述

炼厂加工装置，都排放一定的污水，污水中含有H2S和CO2、NH3等酸性气体，这些污水不能直接排放到污水厂，需经过汽提脱除其中的酸性气体，一般汽提后污水中H2S含量≤30mg/l的要求，NH3≤80mg/l的要求，净化合格后的污水才能排放。

但水、H2S和CO2、NH3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，ASPEN PLUS软件中有脱除水中酸性气体的专用数据包（APISOUR），对于该过程的模拟较适用。

本例题就是用汽提脱除炼厂酸性水中的气体模拟计算，其工流流程如图7-1所示。

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SVAP2SVAP1C-2511D101RW2SWP101QW

图7-1 污水汽提模拟计算流程图

SW含酸炼厂污水； QW净化污水；SVAP2酸性水

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二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据

表7.1 进料数据

Sour Water Stripping ApplicationStream IDTemperaturePressureVapor FracMole FlowMass FlowEnthalpyMass Flow H2O NH3 CO2 H2SMass Frac H2O NH3 CO2 H2SMole Flow H2O NH3 CO2 H2Skmol/hr 2743.397 0.147 trace 0.009 1.000 51 PPM 6 PPM 153.982 12.408 0.053 6.842kmol/hrkg/hrMMkcal/hrkg/hr 2.499 trace 0.302 0.861 0.066 0.072 153.982 12.408 0.053 6.842CkPaQW 131.2 280.000 0.000 2743.553 55.931 -181.887 211.315 2.348 233.179 0.861 0.066 0.072 158.336 15.314 0.110 19.860RW1 85.0 240.000 0.000 173.285 3.600 -10.628 211.315 2.348 233.179 0.752 0.069 0.001 0.178 2.906 0.057 13.018RW2 85.2 500.000 0.000 173.285SVAP1 121.4 250.000 1.000 193.621SVAP2 85.0 240.000 1.000SW 95.0 501.325 0.001 20.335 2763.889 574.127 50000.009 252.308 -0.341 78.429 49501.522 49.498 2.508 443.692 0.137 0.086 0.004 0.773 4.353 2747.752 3.053 0.057 13.027 0.990 0.001 50 PPM 0.009 51.994 2.509 443.985 76.951 -184.249 49425.872 3220.865 3220.865 3795.002 3.601 2540.566 -10.627 260.811 4.857 676.861 -9.272Volume Flowcum/hr 49423.071 2774.023 2774.023 2852.474 trace 729 PPM 729 PPM

2、 单元操作参数 操作压力KPA 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 初值 表7.2 单元操作数据 C-2511 250 0.3 15 3 塔顶产品3795kg/h 回流罐D101 温度35 0.1

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3、 设计规定 表7.3 设计规定 热力学 设计规定1 设计规定2 变量1 变量2 C-2511塔 APISOUR 收敛方法：正常 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保hl-sour.APW

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四、例题2

文件名：SOUR-CX.APW

123250950H2S4040110150000SP1SW1SW3E1011501003SW440000T-10140110140000110110000SW2NH3127262710013028041950QW模拟流程

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MTBE装置流程模拟计算

一、工艺流程简述

MTBE（甲基叔丁基醚）是理想的高辛烷值汽油添加剂，是近20年长盛不衰、销售量最大、发展最快的化学品。含10％MTBE的汽油能使燃料消耗下降7％左右。除了增加汽油含氧量外，还可以促进清洁燃烧，减少汽车有害气体排放对大气的污染。

但是MTBE极易溶解于水，当地下储油罐泄漏或汽油溢撒至地面时，MTBE分子会

比汽油中的其他成分更快地穿过土壤进入地下水，即使在浓度很低的情况下，也会导致水质恶臭。美国地质调查表明，使用新配方汽油的地区中20％地下水检测到MTBE，而未使用新配方汽油的地区只有约2％的地下水检测到MTBE。近年来美国联邦研究部门展示MTBE是可能对人类致癌的物质。美国加利福尼亚州已决定在2002年12月31日后禁止使用MTBE。根据这一趋势，美国其它州也可能在不久的将来限用或禁用。欧洲的汽油储罐主要为地上罐，与美国的情况不同，所以一直未采取限制措施。

我国国内MTBE的需求，主要受国内外高标号汽油需求的影响。2000年国家公布了新标准汽油的质量标准，其中增加了苯含量，芳烃含量和烯烃含量的测定项目，规定汽油中烯烃含量不大于35％，另外还有氧含量的指标要求。目前，国内新标准清洁汽油的产量还不高，因此要全面适应2003年1月1日起在全国范围内实施新标准清洁汽油的要求，就需要大量生产新标准清洁汽油的添加剂，所以近几年内作为高辛烷值汽油主要调和组分MTBE的需求量还会有所增加。

自1973年世界上第一套年产10万吨的MTBE装置在意大利建成投产以来，我国从上世纪70年代末80年代初开始进行合成MTBE技术的研究。至1984年，我国第一套以固定床列管式反应器为基础的年产5500吨工业实验装置在齐鲁石化公司橡胶厂建成投产，经过多年生产实践和不断的技术改进，目前我国MTBE生产技术有：固定床技术、膨胀床技术、催化蒸馏技术、混相床和混合反应蒸馏等多种生产技术。生产规模也从年产千吨扩大到年产14万吨，先后有6种生产技术成功地用于我国的近40套MTBE装置，技术水平达到当前世界先进水平。而且全部设备实现国产化，整个生产过程采用DCS控制，产品质量稳定。

32

当前国内外较先进的MTBE工艺为反应精馏工艺，其生产装置由醚化反应器、甲醇净化及反应精馏、甲醇回收三个生产单元构成。反应精馏生产技术工艺过程为：混合碳四与甲醇按一定比例混合，进入装有净化剂的离子过滤器过滤掉阳离子和水，再经预热后，首先进入反应器进行反应，在反应器中绝大部分的异丁烯与甲醇反应生成MTBE。从反应器的底部出来的物料再进入反应塔，使在反应器内未转化完的异丁烯在反应塔内进一步反应。醚化反应后的物料由反应塔底部流出，经换热器换热、冷却后得MTBE产品，醚后碳四及甲醇从反应精馏顶部馏出去水洗塔由水萃取后去甲醇回收塔回收甲醇。本模拟例题为MTBE反应精馏工艺全装置模拟；在本例题中用到了PRO/II的转化率反应器、一般精馏塔、液-液萃取塔等基础模块，还用到了计算模块、单变量、多变量控制器等高级模专块。

其流程如图8-1所示，所涉及主要模块有转化率反应器（R501、R503）、普通精馏塔（C501、C503）、液-液萃取（C502）、计算模块（C-1、C-2）、物流计算器（D102）。

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2570042508E50125100485X501252994250501136700P501Temperature (C)Pressure (kPag)Mass Flow Rate (kg/hr)181189950347355054511869473567650R50368650477750740550352550951240150100040500344851340106951642112C5035099642520515517520V112502261099501A4250R5014735506C501C502405201077514D10212525101065

图8-1 MTBE装置模拟计算流程图

501碳四进料； 502预反甲醇进料； 508反应精馏塔甲醇进料； 510MTBE产品；512水洗水；513醚后碳四；V1不凝气；516回收甲醇；517回用水洗水

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二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据

表8.1 进料数据 Temperature C Pressure kPag Vapor Frac Mole Flow kmol/hr Mass Flow kg/hr Volume Flow l/min Mass Flow kg/hr C3= C3 IC4 NC4 IC4= NC4= TC4= CC4= 1,3C4== IC5 MA H2O TBA MTBE DME MSBE 2、 单元操作参数 501 25 298.675 0 74.70813 4250 122.233 4.25 21.25 1292.425 405.875 807.075 595 645.15 449.225 0 29.75 0 0 0 0 0 0 502 25 100 0 15.16694 485.0938 10.19256 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 483.9538 1.14 0 0 0 0 508 25 700 0 1.311103 41.94085 0.881271 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 41.85129 0.08956 0 0 0 0 512 40 150 0 55.45984 1000 17.0349 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 2 998 0 0 0 0 表8.2 单元操作参数 45 E501进料预热器出口温度 转化率 R501预反-绝热反应 异丁烯+甲醇——》MTBE 90% 异丁烯+水——》TBA 85% 2甲醇——》二甲醚+水 0.1% R502反应精馏-绝热反应 异丁烯+甲醇——》MTBE 90% 2甲醇——》二甲醚+水 2.5% 异丁烯+甲醇——》MSBE 5% 基准组份 异丁烯 水 甲醇 异丁烯 甲醇 异丁烯 35

操作压力Mpa.G 全塔压降Mpa 实际板数 进料板 理论板数 理论进料板 计算模块C-1 计算模块C-2 物流分离器D102 表8.4 单元操作参数 用计算模块计算反应器501进1．05 料中醇/烯摩尔比 用计算模块计算反应器503进2．50 料中醇/烯摩尔比 碳四全从气相V1出 表8.3 单元操作参数 C501反应精馏塔 C502水洗塔 0.55 0.50 0.15 0.02 60 30 30 32 10 16 C503甲醇回收塔 0.01 0.04 45 30 29 19 3、 初值与设计规定 热力学NRTL-RK 初值1 初值2 设计规定1 设计规定2 变量1 变量2 表8.5 设计规定 C501反应精馏塔 C502水洗塔 C503甲醇回收塔 VLE，unifac填充 VLLE，unifac填充 VLE，unifac填充 回流比1.0 塔顶产品/进料比0.738 塔底MTBE99%（wt） 回流比 回流比10 塔顶产品/进料比0.08519 塔顶甲醇98.5%(wt) 塔顶产品/进料比

注：由于缺少反应动力学数据，用转化率反应器R503和精馏塔C501来模拟反应精馏塔

三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保MTBER501.APW

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DMF萃取精馏流程模拟计算

一、工艺流程简述

本例题利用DMF作为夹带剂利用萃取精馏，来分离混合碳四中的单烯烃和二烯烃，其工流流程如图9-1所示。

4051620010340727240010240530340101C1011626286540104Temperature (C)Pressure (kg/sqcm)Mass Flow Rate (kg/hr)

图9-1 DMF-碳四萃取精馏模拟计算图

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二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据 表9.1 进料数据 物料号 Temperature C Pressure kg/sqcm Mass Flow kg/hr Volume Flow cum/hr Enthalpy MMkcal/hr Mass Flow kg/hr H2O C3H6 C3H8 IC4 IBTE BUT1 13BD NC4 TRANS-01 CIS-2-01 C3H4 12BD 1BUTYNE VAC（乙烯基乙炔） C8 IC5 DMF

2、 单元操作参数 操作压力MPA.G 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 初值 表9.2 单元操作数据 C101 0.34 1 98 5/51 塔顶产品16200kg/h 回流比1.45 101 40 4.523 30340 52.321 2.266 0 0.592 0.561 518.338 6402.283 4637.47 13411.33 2554.235 1410.813 1046.731 41.378 69.781 47.533 197.717 0 0 1.239 38

3、 设计规定及热力学

表9.3 设计规定及热力学 C101 热力学 液相活度系数法 收敛方法：强非理想 设计规定1 设计规定2 变量1 变量2 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保C4DMF.APW

39

丁二烯脱水流程模拟计算

一、工艺流程简述

本例题利用共沸精馏，脱除1,3-丁二烯中的少量的水方法来模拟，其工流流程如图10-1所示，图中T304A用不带冷凝器的塔、外加一倾析器来模拟该脱水过程。图中T304B用带冷凝器的塔来模拟该脱水过程。考察两种方法的差别，并考察不同热力学方法对模拟结果的影响。

了解V-L体系，V-L-W体系，V-L-L体系，L-L体系的概念，及所用热力学方法的差异。

33422134404364244133642441B1305DUPLV1014045W122086T304A364243773333Temperature (C)Pressure (kg/sqcm)Mass Flow Rate (kg/hr)44W24036424412308T304B3642436309

图10-1 模拟计算流程图

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二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据

表10.1 进料数据 物流号 Temperature C Pressure kg/sqcm Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr H2O AIR 1-BUT-01 TRANS-01 CIS-2-01 1,3-B-01 2,2-D-01 2-MET-01 3-MET-01 N-HEX-01 TBC ETHYL-01

2、 单元操作参数 操作压力MPA.G 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 初值 表10.2 单元操作数据 T304A 0.26 0.2 32 4 塔顶产品2213kg/h T304B 0.26 0.2 32 4 塔顶产品0.1kg/h 回流量2213kg/h 305 35.5 3.88 2441.031 4.491 0 9.606 102.293 127.572 2161.352 35.603 0.073 0.039 0.001 0 0 41

3、 设计规定

表10.3 设计规定 T304A 热力学 V-L体系 ? 收敛方法：正常 设计规定1 设计规定2 变量1 变量2 V101 L-L体系 ? T304B V-L-W体系 ? 收敛方法：正常 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保BD13-H2O.APW

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甲乙酮脱水流程模拟计算

一、工艺流程简述

本例题利用共沸精馏，脱除甲乙酮中的少量的方法来模拟，其工流流程如图10-2所示，图中T1551A用不带冷凝器的塔、外加一三相闪蒸罐来模拟该脱水过程。图中T1551B用带冷凝器的塔来模拟该脱水过程。考察两种方法的差别，并考察不同热力学方法对模拟结果的影响。

7A8AV1251AP1252A6A4A3AW1C1551A5A9A7B8BW213BC1551B9B

图10-2 甲乙酮脱水模拟流程

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二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据

表10.4 进料数据 物流号 Temperature C Pressure MPa Mass Flow kg/hr Mass Flow kg/hr H2O H2 IC4= C4=1 NC4 TC4= CC4= TBA MEK SBA SBE NC6 C8 C8T HCOM

2、 单元操作参数 操作压力MPA 全塔压降kg/cm2 理论板数 进料板 初值 表10.5 单元操作数据 T1551A V1251A 0.10 0.10 0.5 40℃ 30 5 塔顶产品8000kg/h T1551B 0．10 0.5 31 6 塔顶产品0.1kg/h 回流量11638kg/h 3A 45 0.25 14940.43 60.005 0.002 0 0 0 0 0 0.017 9916.758 4913.641 0.006 0 0 0 50 44

3、 设计规定

表10.6 设计规定 T1551A V1251A 热力学 V-L体系 V-L-L体系 ? ? 收敛方法：强非理想 设计规定1 塔底水0.03%(wt) 设计规定2 变量1 塔顶产品量500-12800kg/h 变量2 三、软件版本

采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保MEK-H2OA.APW

T1551B V-L-W体系 ? 收敛方法：正常 45

?

VCM PLANT MODEL

May 2002

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Table of Contents

VCM Manufacture and Project Goals................................................................ 48 Section 100 – Direct Chlorination.............................................................. 51 Section 200 – Oxychlorination...................................................................... 53 Section 300 – EDC Purification.................................................................... 61 Section 400 – EDC Pyrolysis.......................................................................... 63 Section 500 – VCM Purification.................................................................... 67 Running AspenTech VCM Models.......................................................................... 69

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VCM Manufacture and Project Goals

The VCM plant uses the balanced process based upon ethylene and chlorine (Cowfer and Gorensek, 1996; Ullmann’s, 1999). The reactions for each component process are shown in equations 1-3 and the overall reaction is given by equation 4:

Direct Chlorination CH2=CH2 + Cl2 ? ClCH2CH2Cl (1) EDC Pyrolysis 2ClCH2CH2Cl ? 2CH2=CHCl + 2HCl (2) Oxychlorination CH2=CH2 + 2HCl + ?O2 ? ClCH2CH2Cl + H2O (3) Overall reaction 2CH2=CH2 + Cl2 + ?O2 ? 2CH2=CHCl + H2O (4)

In a typical balanced plant producing VCM from EDC, all the HCl produced in the EDC pyrolysis is used as the feed for the oxychlorination. On this basis, EDC production is about evenly split between direct chlorination and oxychlorination, and there is no net production or consumption of HCl. The three principal reaction steps and the associated separation and heat-integration steps are shown in Figure 1.

HCl RecycleO2OxychlorinationLight endsC2H4H2OEthylene dichloride purificationEthylene dichloride pyrolysisEthylene dichloride recycleVinylchloride purificationVinylchlorideDirectchlorinationCl2Heavy ends

Figure 1. Principal Steps in a Balanced Vinyl Chloride Process

In the plant, the principle steps are designated as section numbers as follows:

Section Process Step Section Direct Chlorination 100

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Section 200

Section 300

Section 400

Section 500

Oxychlorination

Ethylene Dichloride (EDC) Purification EDC Pyrolysis Vinyl Chloride (VCM) Purification

The goal of the project was to develop rigorous kinetic models for the

Oxychlorination (Section 200) and EDC Pyrolysis (Section 400) reactors and a stoichiometric conversion model for the Direct Chlorination (Section 100) reactor, to develop effective models for the various flash separation, heat exchange and distillation models used in the process and to combine these building blocks into flowsheet models for each of the five sections of the VCM plant.

The modeling approach taken was, as far as possible, to use standard models within Aspen Plus. Thus, the reactor kinetics were described using POWERLAW (power law) or LLHW (Langmuir-Hinschelwood-Hougen-Watson) kinetics. Because of this approach, most of the models developed in this project are described by the standard Aspen Plus documentation. The only exception to this is the model developed for the radiative heat transfer in the EDC Pyrolysis reactor. In this case a user subroutine needed to be developed. The use of this model, together with general comments on running Aspen Plus models is presented in Chapter 8.

In this report it is assumed that the reader is familiar with the use of

Aspen Plus, and especially advanced features like electrolyte thermodynamics, reactor models and advanced distillation. Brief training was provided to engineers in the use of these advanced features. It is recommended that engineers who use and further develop the VCM simulation models take the appropriate courses from AspenTech.

It is expected that the VCM models will achieve the following objectives:

? Design optimal process configurations and plant operations to maximize production rate and minimize production costs.

? Assist in scaling up and debottlenecking of existing production lines, including reactor and flowsheet modifications. ? Explore operating conditions for new catalysts.

? Train operators to better operate the plant and handle plant upsets.

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? Support the study of capital investment projects to design and revamp the plant.

Based upon AspenTech’s past experience, expected benefits of the VCM modeling project will be as follows:

? Material consumption will be reduced by 2%. ? Utility consumption will be reduced by 2%.

In addition to the direct benefits, several indirect benefits are expected to be achieved:

? Production rate will be increased.

? Engineers will be trained to better understand the technology of building process models and to apply process models.

? Operators will be trained to better operate plants and to understand the process.

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/eg8p.html