过程分析合成-大作业2报告5版

过程分析与合成大作业流程的严格模拟及评班级：分子科学与工程1班 执笔人:作业要求大作业（2)——流程的严格模拟及评设计一精馏分离流程，分离三元混合物。原料温度37.8℃，压力1.72MPa，进料中各组分流量分别为：丙烷（propane)45.4kmol/hr，异丁热力学方法：SRK，各精馏塔的塔板压降为0.6kPa.作业要求写成报告提交；报告的内容包括设计的所有精馏分离流程方案置、冷凝器类型、冷凝器及再沸器的热负荷、所使用公用工程的品（温度对最终确定的流程ASPEN生成各操作单元的报告作为附件总结此项任务完成过程的收获及建议完成过程中，详细记录讨论内容，作为附件附在报告后报告封面注明组长、报告执笔人、小组成员及学号报一 小组分工情 二 方案设计整体思 三 直接分离序 (一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结 (二、精馏塔塔2的条件设置与计算结 四 间接分离序 (一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结 (二、间接分离精馏塔塔2的条件设置与计算结 五 分离方案结果比 六 报告的收获和建 七 小组讨论过程记录总 八 AspenPlus生成的操作报 (一)、直接序列生成报 (二、间接序列生成报 一、小组分工情1、:报告撰写、任务分配与协调、部分数据表格整2、范扬扬:讨论过程的思路与关键点记录、AspenPlus间接序列的计 Plus直接序列的计算、部分数据表格整理4、:初始压力设定选择、需要的产品组成计算，AspenPlus间接二、方案设计整体思(一)轻重组分的计算丙烷(propane)45.4kmol/hr，异丁烷(isobutane)136.1kmol/hr，正丁烷(n-butane)226.8kmol/hr:丙烷(A)(B)、所以可以有直接分离(A/BC)、和间接序列(AB/C)(二)分离方案设计1、方案1：直接序列(不断地从塔顶将物质分离出体系2BC2、方案2：间接序列(不断地从塔顶将物质分离出体系先分离丙烷1的塔顶馏出液得到丙烷A、异丁烷B混合物，塔釜得到正C2AB。BBC图

BC图 BC(三)各精馏塔详细工艺操作参数的确定思路(具体过程见之后的计算1、各产品流率及组成的设2、塔的操作温度、压力、冷凝器类计算流程图示具体计算过程计算流程图示计算塔釜混合液的临界温度，只要满足塔釜温度小于塔釜临界温度

nn及再沸器的热负荷、所使用公用工程的品位（温度4、根据条件计算出结果，再根据结果判断是否达到目的要求，若未达到，继续修改已知条件，直到结果符合目的要求。三、直接分离序(一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结1、流股、塔流股初始条件选择1:以丙烷A为轻关键组分异丁烷B为重关键组分。因要求丙烷A、异丁烷B、正丁烷C98%。此处设定丙烷摩尔回收98%A，为了使保证二塔中流出的异丁烷B的分离分数达到要求98%，塔尔回收率为1%；假定符合清晰分割，则一塔中正丁烷的摩尔回收率为0%因此得到塔1的分0.01。

AC21 C21图 2、压力和冷凝器(全凝器和分凝器)的选择与温度校核塔1的压力确定和温度校核精馏塔编号 col 分割类型 清晰分组分异丁正丁分离分数(回收率1yd(摩尔分数10xb(摩尔分数01泡点 kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷却公用工 临界温度 °C>塔釜泡点温度,则满足温度条件3、精馏塔操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值AC而得到初步的初值:472546kmol/hr5。(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置12bar0.6kPa。A0.01NQ曲线范围:,20—501。直接序列塔1-N-Q曲直接序列塔1-N-Q曲1028NQNQ1，得到符合设计规定的操作4、精馏塔塔1操作条件的最终计算结（1）具体分析结果设备:精馏塔 分离:A(塔顶)/BC(塔釜基本操作条件塔操作温度:冷凝器温度冷凝器热负荷-塔操作温度:再沸器温度再沸器热负荷塔操作压力:塔顶压力冷凝器温度塔操作压力:塔釜压力冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位1塔顶流股数据数据1塔釜产品流股数据温度温度压力压力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、精馏塔塔2的条件设置与计算1、塔2的作用是分离两个相对较重的组分：异丁烷B和正丁烷C。在分离过程稿中以异丁烷B为轻关键组分正丁烷C为重关键组分为了满足回收率为98%的条件，设定塔顶异丁烷B的回收率为99%，因为在塔1设定中损失了1%的异B2B99%（0.99*0.99=0.9801>0.981C的损失，因此经过C98.5%。2、塔2的压力确定和温度校核精馏塔编号 col分割类型 清晰分组分异丁正丁C分离分数(回收率1yd(摩尔分数10xb(摩尔分数0泡点kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷却公用工:临界温度°C>塔釜泡点温度,则满足温度条件3、精馏塔塔2操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值BC的摩尔回收率等条件进行简捷计算，从而得到初步的初值:6834140kmol/hr，回流比为精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果①初步计算设置8bar0.6kPa。设置设计规定:B0.99C塔顶摩0.015。NQ曲线范围:50—801。②NQ曲直接序列塔2-N-Q曲直接序列塔2-N-Q曲NQNQ2，得到符合设计规定的操作4、精馏塔塔2操作条件的最终计算结设备:精馏塔 分离:B(塔顶)/C(塔釜基本操作条件塔操作温度:冷凝器温度冷凝器热负荷-塔操作温度:再沸器温度再沸器热负荷塔操作压力:塔顶压力冷凝器温度塔操作压力:塔釜压力冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位2塔顶流股数据数据2塔釜产品流股数据温度温度压力压力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC塔202温度操作条件：塔板塔205 2压力操作条件:塔板-PRESSUREkPaBlockB2(RadFrac)PRESSUREkPa 11.016.021.026.031.036.041.046.051.056.061.066.0四、间接分离序(一)、精馏塔塔1的条件设置与计算结1、流股、塔、分离结果初始设置以异丁烷B为轻关键组分，正丁烷C为重关键组分。因要求丙烷A、异丁烷B、正丁烷C的分离分数均为98%。此处设定正丁烷C在塔底98%，塔顶产品中的异丁烷B回收率应达到99%A的摩尔回收率为100%因此得到塔1的分离要求为:异丁烷B的塔顶回收率为0.99，正丁烷C的0.02。

A221B1C2(全凝器和分凝器)的选择与温度校核:塔1的压力确定和温度校核

4精馏塔编号 col分割类 清晰分组分异丁B正丁C分离分数(回收率00yd(摩尔分数01xb(摩尔分数1泡点kPa<1.48MPa，使用全凝器和冷却公用工:临界温度°C>塔釜泡点温度,则满足温度条件3、精馏塔操作条件的确定(尽量节省成本的前提下用简捷精馏模型DSTWU确定初值输入轻组分丙烷A重组分正丁烷C的摩尔回收率等条件进行简捷计算而得到初步的初值:总板76，进料位置为40，采出率为200kmol/hr，回流比为5。(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置设置已知条件:9040200kmol/hr，回流比为510bar0.6kPa。设置设计规定:B0.99,C塔顶摩尔回收率0.02。NQ曲线范围:,60—901。②NQ曲线结果NQ762841最终计算结果设备:精馏塔 分离:AB(塔顶)/C(塔釜基本操作条件塔操作温度:冷凝器温度冷凝器热负荷-塔操作温度:再沸器温度再沸器热负荷塔操作压力:塔顶压力冷凝器温度塔操作压力:塔釜压力冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位1塔顶流股数据数据1塔釜产品流股数据温度温度压力压力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC间接序列塔1间接序列塔102压力操作条件:塔板-PRESSURE80508100815.0PRESSURE80508100815.0820.0825.0830.0835.0840.0 (二、间接分离精馏塔塔2的条件设置与计算1、流股、塔、分离结果初始设置2AB。在分离过程稿中以丙烷A为轻关键组分，异丁烷B为重关键组分。为了满足回收率为98%的条件，设定塔底异丁烷B的回收率为99%，因为在塔1设定中损失了1%的异丁烷B，经计算塔2异丁烷B回收率为99%的时候，总回收率才能达到98%的（0.99*0.99=0.9801>0.981A的损失，因此经过试A98.5%。2、压力和冷凝器(全凝器和分凝器)的选择与温度校核塔2的压力确定和温度校核精馏塔编号 col 分割类型 清晰分组分异丁正丁分离分数(回收率00yd(摩尔分数01xb(摩尔分数1泡点 kPa>1.48MPa，不使用全凝 kPa<2.52Mpa使用分凝器和冷却公用工程临界温度Tc: 用简捷精馏模型DSTWU确定初值AC而得到初步的初值:291040kmol/hr5。(2)精馏塔严格计算模型RadFrac确定最终结果:①初步计算设置:10bar0.6kPa。设置设计规定:A0.985,B0.01NQ曲线范围:,20—601。②NQ曲线结果间接序列塔2-N-Q间接序列塔2-N-QNQ24932最终计算结果设备:精馏塔 分离:B(塔顶)/C(塔釜基本操作条件塔操作温度:冷凝器温度冷凝器热负荷-塔操作温度:再沸器温度再沸器热负荷塔操作压力:塔顶压力冷凝器温度塔操作压力:塔釜压力冷公用工程的品位再沸器温度热公用工程的品位92塔顶流股数据数据2塔釜产品流股数据温度温度压力压力A流量A流量AAB流量B流量BBC流量C流量CC间接序列塔202温度操作条件：塔板间接序列塔205 2压力操作条件:塔板-810815BlockB2(RadFrac)810815PRESSURE PRESSURE 五、分离方案结果分析与比总塔板数回流比操作费------流率进料产品进料产品丙烷异丁烷正丁烷丙烷异丁烷正丁烷方案结果比较分析1、设备费用97100)2、运行费用精馏塔操作费：直接分离序列操作费为1206.01，间接分离序列操作费为907.72830%。冷凝器费用再沸器费用①热公用工程品位：直接分离序列对热公用工程的品位较高，但是不明显10%。压力:1高(12bar)2低(8bar)，间接塔两塔压力居中(10bar)。3、分离效果1、回收率:两种方案的回收率均达到要求2、产品纯度：直接分离丙烷为0.967、异丁烷为0.969、正丁烷为0.994；间接分离丙烷为0.971、异丁烷为0.962、正丁烷为0.994。经过比较，可知两种分离方4、结果分析节约成本。间接分离唯一的劣势是塔2的冷剂低于27°C，需要18°C的冷剂。在1818℃的冷剂成本较高，则采用直接序列较为节省成本。六、报告的收获和建1、收1.若运行报告中，塔板数从N以后没有明显变化（significantchange，可以调节降低NQ曲线setup中的上限若运行报告中vary变化的范围超过了设定，则可以在vary中增大vary的变化范围；同时blockconvergence中增大重2、建10K七、小组讨论过程记录总(一、压力的选取1.72MPa(17.2bar)17.2bar14、1210barQ27℃10℃37℃在冷凝器温度>37℃12bar压力。作业中其它三个塔均采用此方法分析。(二、直接分离序列的初始条件选择1%（99%异丁烷99%（则从第二个精馏塔塔顶098%的回收率要求，第二个精馏塔中正2%。但实际上根据计算，第一个精馏塔中，塔顶流股仍然会有2%1.5%，98%。(三、间接分离序列的初始条件选择28.41℃10bar为塔顶的冷凝器压力。八、AspenPlus生成的操作报(一）直接序列生成报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）间接序列生成报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