Aspen软件培训案例

1、第 1 页ASPEN PLUS 软件培训案例常压系统流程模拟计算常压系统流程模拟计算 2 2减压系统流程模拟计算减压系统流程模拟计算 6 6催化分馏塔流程模拟计算催化分馏塔流程模拟计算 1010催化吸收稳定系统流程模拟计算催化吸收稳定系统流程模拟计算 1414MDEAMDEA 脱硫流程模拟计算脱硫流程模拟计算 2020炼厂含硫污水汽提流程模拟计算炼厂含硫污水汽提流程模拟计算 2727MTBEMTBE 装置流程模拟计算装置流程模拟计算 3232DMFDMF 萃取精馏流程模拟计算萃取精馏流程模拟计算 3737丁二烯脱水流程模拟计算丁二烯脱水流程模拟计算 4040甲乙酮脱水流程模拟计算甲乙酮脱水流程

2、模拟计算 4343VCMVCM P PLANTLANT M MODELODEL4646VCM Manufacture and Project Goals48Section 100 Direct Chlorination51Section 200 Oxychlorination53Section 300 EDC Purification61Section 400 EDC Pyrolysis63Section 500 VCM Purification67Running AspenTech VCM Models69References71酸气碱洗流程模拟计算酸气碱洗流程模拟计算 7272乙烯裂解气碱

3、洗流程模拟计算乙烯裂解气碱洗流程模拟计算 7474水水- -异丁酸异丁酸- -丁酸间歇精馏流程模拟计算丁酸间歇精馏流程模拟计算 7777流程优化模拟计算流程优化模拟计算 7979冷凝器、再沸器计算及安装高度计算冷凝器、再沸器计算及安装高度计算 8181非库组份物性估计非库组份物性估计 8282乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例 8383模拟模型的数据拟合模拟模型的数据拟合 8585应用示例应用示例 8585第 2 页常压系统流程模拟计算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

4、。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25%（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，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

5、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）。第 3 页图 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 常底油第 4 页二、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进料温度进料压力Kg/cm2进料组成WT%H2OH2N2CO2H2S CH4C2H6C2H4C3H8C3H6

6、NC4IC4丁烯-1异丁烯顺丁烯-2反丁烯-2IC5C5=常压瓦斯 268110.5720.260.0940.3432.82896.78140.6740.6360.50421.39420.54020.26950.2540.02861.76581.0678馏程IP10%30%50%70%90%EP比重产品抽出板常顶汽油 53671146741061371610.7273常一线6250111331461601782040.792210常二线3066711192222542913090.843122第 5 页8常三线20667112603123373663780.86634常四线3250112433

7、493954104274504880.892744减顶油155011861121672222723213540.8257减一线8333112302603003403820.8778减二线62500113173754104274504880.8927减三线14167113684344714945315690.9264减四线975011370446473501526538/750.9372减渣11500520540/10.9D1160第 6 页149731/11/137.88798数据塔底蒸汽 210044011常一、二、三汽提蒸汽各10044011第 7 页2、 单元操作参数表 1.2 单元操作

8、参数T1 常压分馏塔常压炉过汽化率3%(WT)操作压力Kg/cm21.3全塔压降kg/cm20.30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31 原油蒸馏数据的重要性32 过汽化率33 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 180变量塔顶产品量三、软件版本ASPEN PLUS 软件 12.1 版本，文件名

9、ERC250-C.APW减压系统流程模拟计算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。 第 8 页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，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

10、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）。第 9 页图 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 减底渣油第 10 页二、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进料温度进料压力Kg/cm2进料组成WT%H2OH2N2CO2H2S CH4C2H6C2H4C3H8C3H6NC4IC4丁烯-1异丁烯顺丁烯-2反丁烯-2IC5C5=减压瓦斯26

11、8110.5720.260.0940.3432.82896.78140.6740.6360.50421.39420.54020.26950.2540.02861.76581.0678馏程IP10%30%50%70%90%EP比重产品抽出板减顶油155011861121672222723213540.8257减一线8333112302603003403820.87783减二线62500113173754104274504880.89277第 11 页减三线14167113684344714945315690.92649减四线975011370446473501526538/750.937212减

12、11520/13540/17.880.9798第 12 页2、 单元操作参数表 2.2 单元操作参数T1 常压分馏塔减压炉过汽化率3%（WT）操作压力mmHg20全塔压降mmHg10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

13、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号入口物流号出口物流号M1 减压进料混合器MixerM1T102 减压塔ColumnT1三、软件版本ASPEN PLUS 软件 12.1 版本，文件名 ERC250-V.APW催化分馏塔流程模拟计算催化分馏塔流程模拟计算一、工艺流程简述第 13 页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

14、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（T2019）。第 14 页图 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；第 15 页二、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进料温度进料压力Kg/cm2进料组成WT%H2OCOCO2AIRCH4C2H4C3H8C3H6IC4NC4丁烯-1异丁烯顺丁烯-2反丁烯-2IC5NC5C5=NC6H2S富气 2930

15、00.93.81013.43.15.8416.46.72.13.053.12.43.70.64.83.12馏程IP10%30%50%70%90%EP比重产品抽出板粗汽油673204054761031381791980.723轻柴油550001892222472743053473620.906810第 16 页吸收返回柴油 170001892222472743053473620.9068回炼油297002903954355380.936628油浆 8930226407468538/870.9927进料中蒸汽121204922.7塔底汽提蒸汽量 88028011汽提蒸汽量10028011第 17

16、页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/cm22.50全塔压降Kg/cm20.30抽出板/返回板中段流量中段回流 14/1230000Kg/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

17、模块及相关物流模块名称代号流程图上代号入口物流号出口物流号M1 进料油汽混合器MixerM1催化馏塔DistillationT201三、软件版本采用 ASPEN PLUS 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催化吸收稳定系统流程模拟计算一、工艺流程简述第 18 页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，

18、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

19、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）。第 19 页图 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

20、 平衡罐；C10301 吸收塔，C10302 解吸塔，C10303 再吸收塔，C10304 稳定塔第 20 页二、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进料温度进料压力MPa.G进料组成MOL%H2N2O2 COCO2 CH4C2H6 C2H4 C3H6 C3H8IC4 NC4 BUT1IBTE反丁烯-2顺丁烯-2NC5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

21、85000 Kg/h421.211.00.69 40.667.6711.963.619.0 9.559.396.01馏程IP10%30%50% 70% 90%EP比重第 21 页稳定汽油115000Kg/h421.2139.5 5277.5163.51950.716贫柴油40000Kg/h302.21192219.5253.53093380.9018323/952、 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操作压力MPa.G1.171.271.151.05WDGOIL2 流量60000KgghF1 进料

22、闪蒸罐汽化率温度0.4615748全塔压降 MPa0.040.040.040.05分流器 SP2D301 平衡罐温度压力 Mpa.G351.19中段回流 1抽出板/返回板流量 Kg/h返回温度3/3（理论）900002712 流量 55000Kggh第 22 页F2 平衡罐温度压力 Mpa.G482.22中段回流 2抽出板/返回板流量 Kg/h返回温度5/5（理论）12000027E302 出口温度 55P301压力 Mpa.G效率%1.3570中段回流 3抽出板/返回板流量 Kg/h返回温度7/7（理论）12000028E303 冷流出口温度117P303压力 Mpa.G效率%1.9070中

23、段回流 4抽出板/返回板流量 Kg/h返回温度9/9（理论）12000028C39 出口温度 30压降 0.02MPaP305压力 Mpa.G效率%2.3970实际板数/理论板进料板30/12油塔顶/气塔底30/12油塔顶/气塔底30/9油塔顶/气塔底50/37153、 设计规定 表 4.3 设计规定C10301 吸收塔C10302 脱吸塔C10303 再吸收塔C10304 稳定塔第 23 页热力学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塔顶产品量（初值33024Kg/h）冷凝器温度 40第 24

24、 页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.APWMDEAMDEA 脱硫流程模拟计算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

25、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

26、顶出来，吸收第 25 页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）。所涉及主要模块有吸收塔（T301）、胺液再生塔（T302），贫胺液泵 P1。第 26 页图 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 贫胺液第 27 页

27、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KG/H进料温度进料压力 ATM进料组成H2O CO2 H2N2CH4 C2H6 C2H4 C3H8C3H6 IC4 NC4 IBTE IC5COH2S MDEAGAS3000m3/h401.50VOL% 0.138.7589.891.23PMDEA20000401.50WT%8020.02、 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%第 28 页3、 设计规定 表 6.3 设计规定T301 塔T302 塔

28、计算模块 C1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 ASPEN PLUS 软件 12.1 版本,文件保 KMDEA.APW四、例题 2图 2 MDEA 脱硫装置模拟计算流程图1、装置进料数据FMGASGAS1LPGLPG1M1M2M11M22PMSOURTemperature C 35.540414039404043.539.1121.440Pressure atm 9.6749.879.38415.415.49.879.87

29、9.67416.41.9621.575Vapor Frac 0.0071100000001Mole Flow kmol/hr 1375.922218.584202.434183.143159.815553.011783.433569.162806.761277.63598.287Mass Flow kg/hr 30560.495836.365251.5958564.067588.337120001700012584.7717975.7227939.922620.571第 29 页Volume Flow l/min 878.5689204.219022.436279.398247.609200.

30、072287.782215.369311.652493.68726309.33Enthalpy MMkcal/hr -93.86-2.309-1.817-2.082-2.002-38.56-54.726-39.053-54.807-87.096-3.884Mass Flow kg/hr H2O 23161031.48506.358 9599.5213599.329568.03513592.9622139.511021.486 MDEA 5799.0340000.676 2399.883399.832399.883399.1545799.0090.025 H2S 436.673246.220.7

31、55 190.260.5010.60.85246.065190.6091.397435.276 CO 6.51 123.89117.3800006.51006.51 CO2 234.502259.5425.0380000234.50200234.502 AIR 9.896 1457.21447.30400009.896009.896 CH4 35.6181050.641015.022000035.6180035.618 C2H6 30.08 1188.1158.000030.080030.08第 30 页41102644 C2H4 33.218995.96963.3450.950.346003

32、2.6150.604033.218 C3H8 88.65 37.7136.6671506.011418.403001.04387.607088.65 PROPY-01 606.105158.82154.5323813.763211.943004.288601.8170606.105 ISOBU-01 30.355113.12108.3331198.341172.772004.78725.568030.355 N-BUT-01 11.08747.9945.259391.38383.024002.7318.356011.087 1-BUT-01 29.63949.6347.32 471.63444

33、.301002.3127.329029.639 ISOBU-02 3.84900 68.9265.0710003.84903.849 TRANS-01 23.90446.3243.688436.54415.268002.63221.272023.904 CIS-2-01 19.00761.2157.441312.72297.482003.76915.238019.007 N-PEN-01 1.3600 173.55172.190001.3601.36第 31 页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

34、.31.00.40理论板数201021进料板塔顶/塔底塔顶/塔底4初值 1初值 2塔顶产品2200kg/h回流比 2.503、 设计规定 C-401C-402C-403热力学ELECNRTL真实组份收剑方法：标准 阻尼：中UNIFAC-LLELECNRTL真实组份收剑方法：宽沸程阻尼：中设计规定 1冷凝器温度 40设计规定 2塔底贫液中 H2S 50ppm变量 1塔顶产品 1200-2800kg/h变量 2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炼厂含硫污水汽提流程模拟计算炼厂含硫污水汽提流程模拟计算一、工艺流程简述

35、 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，NH380mg/l 的要求，净化合格后的污水才能排放。第 32 页但水、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。第 33 页图 7-1 污水汽提模拟计算流程

36、图SW 含酸炼厂污水； QW 净化污水；SVAP2 酸性水第 34 页二、需要输入的主要参数1、 装置进料数据 表 7.1 进料数据2、 单元操作参数表 7.2 单元操作数据C-2511回流罐 D101操作压力 KPA250温度 35全塔压降 kg/cm20.30.1理论板数15进料板3初值塔顶产品 3795kg/h第 35 页3、 设计规定 表 7.3 设计规定C-2511 塔热力学APISOUR收敛方法：正常设计规定 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 hl-sour.APW四、例题 2文件名：SOUR-CX.APW模拟流程M

37、TBEMTBE 装置流程模拟计算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 10MTBE 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

38、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，美国其它州也可能第 36 页在不久的将来限用或禁用。欧洲的汽油储罐主要为地上罐，及美国的情况不同，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

39、，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

40、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。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：混合碳四及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及甲醇反应生成第 37 页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、

41、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）。第 38 页图 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； 5

42、10MTBE 产品；512 水洗水；513醚后碳四；V1 不凝气；516 回收甲醇；517 回用水洗水第 39 页二、需要输入的主要参数1、 装置进料数据 表 8.1 进料数据501502508512Temperature C25252540Pressure kPag298.675100700150Vapor Frac0000Mole Flow kmol/hr74.70813 15.16694 1.311103 55.45984Mass Flow kg/hr4250485.0938 41.940851000Volume Flow l/min122.23310.19256 0.88127117.

43、0349Mass Flow kg/hr C3=4.25000 C321.25000 IC41292.425000 NC4405.875000 IC4=807.075000 NC4=595000 TC4=645.15000 CC4=449.225000 1,3C4=0000 IC529.75000 MA0483.9538 41.851292 H2O01.140.08956998 TBA0000 MTBE0000 DME0000 MSBE00002、 单元操作参数表 8.2 单元操作参数E501 进料预热器出口温度45R501 预反-绝热反应转化率基准组份异丁烯+甲醇MTBE 90%异丁烯异丁烯+

44、水TBA 85%水2 甲醇二甲醚+水0.1%甲醇第 40 页R502 反应精馏-绝热反应异丁烯+甲醇MTBE 90%异丁烯2 甲醇二甲醚+水2.5%甲醇异丁烯+甲醇MSBE 5%异丁烯表 8.3 单元操作参数C501 反应精馏塔C502 水洗塔C503 甲醇回收塔操作压力 Mpa.G0.550.500.01全塔压降 Mpa0.150.020.04实际板数603045进料板3030理论板数321029理论进料板1619表 8.4 单元操作参数计算模块 C-1用计算模块计算反应器501 进料中醇/烯摩尔比105计算模块 C-2用计算模块计算反应器503 进料中醇/烯摩尔比250物流分离器 D102

45、碳四全从气相 V1 出3、 初值及设计规定 表 8.5 设计规定C501 反应精馏塔C502 水洗塔C503 甲醇回收塔热力学NRTL-RKVLE，unifac 填充VLLE，unifac 填充VLE，unifac 填充初值 1回流比 1.0回流比 10初值 2塔顶产品/进料比 0.738塔顶产品/进料比 0.08519设计规定 1塔底MTBE99%（wt）塔顶甲醇98.5%(wt)设计规定 2变量 1回流比塔顶产品/进料比变量 2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来模拟反应精馏塔第 41 页三、软件版本采用 ASPEN PLUS 软件 12.1 版本,文

46、件保 MTBER501.APWDMFDMF 萃取精馏流程模拟计算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。图 9-1 DMF-碳四萃取精馏模拟计算图二、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101Temperature C40Pressure kg/sqcm4.523Mass Flow kg/hr30340Volume Flow cum/hr52.321Enthalpy MMkcal/hr2.266Mass Flow kg/hrH2O0C3H60.592C3H80.56

47、1IC4518.338IBTE6402.283BUT14637.4713BD13411.33NC42554.235TRANS-011410.813CIS-2-011046.731C3H441.37812BD69.7811BUTYNE47.533VAC（乙烯基乙炔）197.717C80IC50第 42 页DMF1.2392、 单元操作参数表 9.2 单元操作数据C101操作压力 MPA.G0.34全塔压降 kg/cm21理论板数98进料板5/51初值塔顶产品 16200kg/h回流比 1.45第 43 页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

48、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丁二烯脱水流程模拟计算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。 图 10-1 模拟计算流程图二

49、、需要输入的主要参数1、 装置进料数据 表 10.1 进料数据第 44 页 1-BUT-01 9.606 TRANS-01 102.293 CIS-2-01 127.572 1,3-B-01 2161.352 2,2-D-01 35.603 2-MET-01 0.073 3-MET-01 0.039 N-HEX-01 0.001 TBC 0 ETHYL-01 02、 单元操作参数表 10.2 单元操作数据T304AT304B操作压力 MPA.G0.260.26全塔压降 kg/cm20.20.2理论板数3232进料板44初值塔顶产品 2213kg/h塔顶产品 0.1kg/h回流量 2213kg/

50、h第 45 页3、 设计规定 表 10.3 设计规定T304AV101T304B热力学V-L 体系?收敛方法：正常L-L 体系 ?V-L-W 体系?收敛方法：正常设计规定 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 BD13-H2O.APW甲乙酮脱水流程模拟计算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

51、学方法对模拟结果的影响。图 10-2 甲乙酮脱水模拟流程二、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3ATemperature C45Pressure MPa0.25Mass Flow kg/hr14940.43Mass Flow kg/hrH2O60.005H20.002IC4=0第 46 页C4=10NC40TC4=0CC4=0TBA0.017MEK9916.758SBA4913.641SBE0.006NC60C80C8T0HCOM502、 单元操作参数表 10.5 单元操作数据T1551AV1251AT1551B操作压力 MPA0.100.10010全塔压降 kg/

52、cm20.5400.5理论板数3031进料板56初值塔顶产品 8000kg/h塔顶产品 0.1kg/h回流量 11638kg/h第 47 页3、 设计规定 表 10.6 设计规定T1551AV1251AT1551B热力学V-L 体系?收敛方法：强非理想V-L-L 体系 ?V-L-W 体系?收敛方法：正常设计规定 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.APWVCMVCM P PLANTLANT M MODELODELMayMay 20192019Tabl

53、eTable ofof ContentsContentsVCM Manufacture and Project Goals .48Section 100 Direct Chlorination .51Section 200 Oxychlorination .53Section 300 EDC Purification .61Section 400 EDC Pyrolysis .63Section 500 VCM Purification .67Running AspenTech VCM Models .69VCMVCM ManufactureManufacture andand Project

54、Project GoalsGoalsThe VCM plant uses the balanced process based upon ethylene and chlorine (Cowfer and Gorensek, 1996; Ullmanns, 2019). The reactions for each component process are shown in 第 48 页equations 1-3 and the overall reaction is given by equation 4:Direct ChlorinationCH2=CH2 + Cl2 ClCH2CH2C

55、l(1)EDC Pyrolysis 2ClCH2CH2Cl 2CH2=CHCl + 2HCl (2)OxychlorinationCH2=CH2 + 2HCl + O2 ClCH2CH2Cl + H2O(3)Overall reaction2CH2=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

56、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.FigureFigure 1.1. PrincipalPrincip

57、al StepsSteps inin a a BalancedBalanced VinylVinyl ChlorideChloride ProcessProcessIn the plant, the principle steps are designated as section numbers as follows:SectionSection ProcessProcess StepStepSection 100Direct ChlorinationSection 200OxychlorinationSection 300Ethylene Dichloride (EDC) Purifica

58、tionSection 400EDC PyrolysisSection 500Vinyl Chloride (VCM) PurificationThe 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) 第 49 页

59、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 stand

60、ard 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