1间歇精馏塔的模拟
间歇精馏塔
概述信息
间歇精馏单元操作模拟一个宽范围的精馏塔实际操作过程。间歇精馏装置可以在真实的
间歇模拟模式下运行，进料填加到沉淀釜中先期蒸馏，在不同的时间从贮料塔取出产品，或在半间歇模式下在蒸馏期间进料可以被填入，并在一定的时间间隔下从精馏塔或贮料塔中提取产品。间歇精馏计算也可以是整体的进入稳态过程模拟。装置构造自动为持续流动的物流提供隐含的贮料罐，这些物流随时间变化进入间歇装置。同时由于循环操作，也考虑所有产品流（如在不同时间从贮料罐或在蒸馏时从精馏塔提出物流）的隐含罐。持续流动物流产品来自被间歇循环时间分离的产品。
热力学系统
间歇精馏的热力学系统的选择可以针对整个装置，也可以针对某一层塔板。间歇精馏也
允许使用电解质热力学方法。
详细信息
有关间歇精馏单元操作的详细信息，见PRO/II Add-On Modules User’s Guide。蒸馏器
概述信息
精馏塔单元操作可以用来模拟任何蒸馏和液－液抽提过程。液－液抽提装置在本章的
“液－液抽提精馏”部分进行叙述。一个精馏塔至少应包括一个平衡级或理论塔板。塔板应考虑与从每一塔板进入较高层塔板的蒸汽的连接问题。在精馏塔模拟中塔板的数量是不被限制的。
蒸馏器可以模拟气／液、气／液／水或气／液／液平衡过程。
进料和产品
精馏塔进料和产品是在PFT 主窗口建流程时输入的。在精馏塔主数据输入窗口单击Column Feed and Product…按钮，打开Column Feed and Product 窗口。
在此窗口中可以添加和改变进料塔板数。一个精馏塔的进料数是不限的。用单选按钮选
择进料闪蒸方式：
Vapor and Liquid to be on the feed tray：此项为缺省。
Flash the feed adiabatically,vapor onto the tray above and liquid onto the tray.对于此选项，当进料塔板为精馏塔的最底层塔板时，蒸气被放在进料塔板上。
对于产品来说，产品类型、相数、塔板数的流量都在此窗口中输入。一个蒸馏塔的产品
数量是不限制的，产品从精馏塔的任何一层被提出。产品类型包括：塔顶、塔底、固定抽取率、总抽取相和假想组分。每一个精馏塔必须有一个从一号塔板流出的顶层产品以及从最高号塔板流出的底层产品。Sure,Inside-Out(IO)和Enhanced (IO)算法可以有一个出自顶层（冷凝器）的倾析水产品。Sure 算法也可以从任何塔板提取水。对于气／液／液平衡过程，从精馏塔的任何层可以提取液相。
你必须为所有固定流量提取的产品提供摩尔流量、质量和液体体积单位。还必须为顶层
和底层产品提供估计值。对全部提取的产品提供的流量均为估计值。为了更好地收敛，顶部或底层流量应尽可能地精确。你必须用Performance Specification（运行说明）顶部和底层产品设置所需的流量。
虚拟产物
虚拟产物用于设置与精馏塔内部物流相符的物流，使之能用于流程计算。在Column Feed and Product 窗口单击Pseudoproducts 按钮，出现Clumn Pseudoproduct 窗口，在此窗口中定
义假想组分。下列假想组分的类型是有效的：
网状塔板液体和气体流动
全抽出塔板液体和气体流动
循环回流液体和气体旁流
热虹吸再沸器进料和出料
热虹吸再沸器物流只限于Inside-Out 算法。
精馏塔算法
在精馏塔主数据输入窗口下拉表框中，选择计算方法。可用的算法为：
Inside-out,Sure,Chemdist,Liquid-Liquid,EnhanceIO,和Electrolytic。关于精馏塔法的详细信息可参看在线帮助。
Inside-out：此法对许多蒸馏问题是一个首选算法，尤其是对碳氢化合物系统，这是因
为其估算的速度和不灵敏性。
Sure：此算法用在精馏塔中多层塔板存在水的情况下。
Chemdist：用于非常不理想系统和VLLE 过程。
Liquid-Liquid：用于液－液抽提装置，见本章“液－液抽提精馏塔”的描述。
Enhance IO：此算法扩展了缺省的Inside-Out 算法。并允许零流量、水倾析出任何塔板、
全抽出塔板和循环回流。
Electrolytic：用于模拟非理想化的包括离子类的水电解蒸馏器。参考PRO/II Add-On Modules’ Guide。
反应
精馏塔中的反应能用Chemdist 或Liquit-Liquit 算法进行模拟，这些算法可以在精馏塔窗
口Algorithm（算法）下拉表中找到。在Column 窗口单击Reactions…按钮，出现Column-React Selection 窗口，在此窗口中输入相关数据。在Column-React Selection 窗口你可以选择和修改精馏塔反应数据，指定阶梯式反应值，标明非压缩性组分，选择非活性催化剂，为用户添加的子程序或动力学程序作数据说明。这里的反应数据的选择被限定对反应蒸馏和液－液抽提的模拟。
精馏塔反应的选择
选择Include Reactions in Column Calculation 检查框，调整在反应数据定义的反应设置。
所有经Input/Reaction Data 定义的反应数据对精馏塔都是有效的。反应数据可以在反应数据设置下拉表中进行选择，并且指定局部设置名称及描述。然而，个别反应数据能够在反应定义窗口中单击Modify Data 按钮后进行调整。
你也能够为单独的塔板（或连续几个）选择反应设置，在Column Reaction 的下拉表中选择，并输入起始塔板号和结束塔板号。
注意：虽然能够调整精馏塔中局部反应数据，但起初在Reaction Data 部分设置的反应
数据保持不变。
反应值
用户可以在Reaction Selection 窗口中选择Column-Tray dffective Reaction Volumes 窗
口，为每一步的反应、为气－液两相指定有效值。为反应提供一个塔板数及其各自的值的表格。这些表上的内容用于计算动态反应的流量。
非挥发催化剂
能够选择没有挥发催化反应的组分，从Column-Reaction Selection 窗口选择进入
Column-Non-Volatile Catalyst for Boiling Pot 窗口中指定的数量作为总量或分量。
非压缩性
从Column-Reaction Selection 窗口选择Column-Non-Condensing Components 按钮进入
Column-Non-Condensing Components 窗口，选定非压缩组分。
子程序／程序数据
从Column-Reaction Selection 窗口单击Subroutine/Procedure Data 按钮，进入Column-user Subroutine and Procedure Data 窗口，你能够以整数、实数和补充数据的形式，指定做为用户添加的子程序和动态程序的数据。参看本章“反应数据的程序数据”中有关这些模块数据需求的详细信息。
修改数据（反应数据）
所有关于反应（在一个指定反应设置中）的数据都可以被修改，除反应化学算法之外。
这些算法可以在Column-Reaction Selection 窗口中通过单击Modify Data 按钮出现的Column-Reaction Selection 窗口中找到。用户添加的子程序、程序和动态幂律表达式的反应的计算方法可以被修改。对Kintetic,Equilibrium 或Conversion（动态、平衡或变化）其反应类型也可以被改变。通过Enter Data 按钮出现的Addionnal Data 窗口中数据输入域的所有反应类型都可以被改变。三种反应类型输入数据全部指令，详细内容请看本章的“反应数据”部分。
计算的相态
在精馏塔数据输入主窗口的下拉表中，选择适当的相系统。所有蒸馏算法缺省的气／液
相系统。Sure 和chemdist 算法也支持气/液／液系统。另外，Sure 和Enhance IO 算法支持气
／液／水三相系统，允许水在精馏塔的任何一层塔板中。
塔板数
在精馏塔主数据输入窗口中输入模拟的塔板数。每一个精馏塔至少应有两层塔板。
迭代次数
在精馏塔数据输入主窗口的数据输入域，输入迭代次数。迭代次数符合ＩＯ算法检测的
外部循环数。和其它算法检测的数。当这些迭代次数都执行完毕，则出现不收敛的标记，精馏塔方程满足不了给定的误差。ＩO 算法的缺省值是15 次，Sure 算法的缺省值是10 次，Chemdist 算法的缺省值是20。
压力分布图
在精馏塔模拟中，必须定义每一层塔板的压力。所有定义的塔板压力都将被计算。在精
馏塔数据输入主窗口单击Pressure Profile 按钮，出现Column Pressure profile 窗口，在此窗口中定义塔板压力。在此窗口中，可以提供整个塔的压力，也可以选择单选按钮，逐层提供压力。
整个塔提供压力的方式，要求提供顶层压力和每层的压降或塔的总压降。每层塔板的压
降和整个塔的压降的缺省值为零。所有塔板的压力来自提供压降的线性方程。
个别塔板压力由塔板的形式决定。当提供的个别塔板压力表时，需要注意的是它必须包
含顶层和底层的塔板。由提供值的线性插值法来确定损失的压力。这个方法对不规则压力分布的精馏塔定义压力分布很有用处，如炼油真空装置。
冷凝器
冷凝器是一层塔板上的一个散热器。在精馏塔主数据输入窗口单击Condenser...按钮，
将出现定义冷凝器的Column Condenser 窗口。从精馏塔冷凝器中出来的顶部产品与回流罐出来的产品一致。所有类型冷凝器的压力都在此窗口提供。
选择冷凝器类型，按下与下列选项相应的单选按钮即可：
Partial：这是一个平衡阶段冷凝器。它可以有一个纯液体产品或纯气体产品，也可以不是。纯液体产品（如果存在的话）被定义为从一层塔板“Fixed rate liquid draw（固定流量液体抽取）”。冷凝器温度是平衡气体的露点。可以在精馏塔／冷凝器窗口提供一个可选的
冷
凝器温度估计值。也可以提供冷凝器压力和负荷。
Bubble Temperature：二号塔板气体被冷却至液相泡点，一部分产品回流到二号塔板，
其余部分作为顶部流出产品被提取。在Column Condenser 窗口为冷凝器温度提供一个可选的估计值。也可以提供冷凝器压力和负荷。
Subcooled,Fixed Temperature：二号塔板的气体被冷却到泡点以下，这个温度是由此窗
口定义的过冷的温度。PRO/II 确定产品是过冷的，这标志着一个不收敛的条件与一个相应的诊断信息。过冷的液体产品被指定为从精馏塔顶部流出的产品。也可以提供冷凝器压力和负荷。
Subcooled,Fixed Temperature Drop：除深冷到产品泡点以下的程度不同外，这个冷凝
器的深冷类型与上述相同，并有一个顶部流出的过冷产品。如果需要，可以在此窗口定义准凝器的负荷和压力。
如果指定负荷为一个特殊参数，为任何冷凝器提供的负荷都作为估计值。
精馏塔再沸器
在精馏塔主数据输入窗口单击Reboiler...按钮，进入Column Reboiler 窗口，在此窗口中
用单选按钮选择再沸器类型。缺省的是Kettle（传统的）再沸器，它与精馏塔底部塔板的负荷及平衡液体提取的底部产品相符。
对于IO 算法而言，还有另外两个可用的再器类型：
无隔板热虹吸再沸器
隔板热虹吸再沸器
精馏塔底部产品和从一个普通储槽抽提的再沸器进料，与无隔板热虹吸类型相符。
注意：隔板热虹吸再沸器进入再沸器储槽的回流和流出到产品槽的产品与无隔板类型
的相同。
通过选择合适的单选按钮，来选择热虹吸再沸器，在给定的位置输入一个值。选项包括：再沸器返回部分液体
返回温度
通过再沸器改变温度
再沸器循环流量
提供回流液体分数或循环流量的估计值可以提高收敛速度。如果需要，在这个数据输入
窗口也可以提供再沸器负荷值。如果指定的负荷为一个特别参数，任何使用的负荷值均为估计值。
加热器和冷却器
在精馏塔主数据输入窗口中单击Heater and Cooler…按钮，出现Column Side
Heaters/coolers 窗口，在此窗口中提供加热器侧和冷却器侧。与泵送系统有关的加热器和冷却器的侧不在此窗口中输入。负的负荷为冷却，正负荷为加热。加热器和冷却器的侧无数量限制。
对于每一个加热器冷却器侧，必需提供以下信息：塔板数、一个参考名称和具有合适代
数符号的负荷。
闪蒸段
Flash Zone（闪蒸段）计算模拟IO 精馏塔中喷射加热一个塔板。当进入精馏塔的进料物
流在一个分离炉中被加热时，闪蒸段与精馏塔加热器就产生了一定的联系。加热炉被考虑为一个附加的理论级。液体从闪蒸段上端塔板、气体从闪蒸段下部塔板能够进入闪蒸段，或者绕开它。在闪蒸段域的数据可以通过Heater（加热器）数据输入窗口同名按钮进行存取。说明选项包括喷射加热器效率、气体和液体旁路分量以及温降转移线。
精馏塔热泄漏
在Column Side Heater/cooler 单击Heat Leak 按钮打开Column Heat Leak 窗口，在此窗
口中可以模拟精馏塔的热泄漏。热泄漏可以被指定为：
全部
个别塔板
对Overall（全部）选项，除再沸器和冷凝器外的所有塔板热泄漏负荷在每个塔板基础
或精馏塔基础上给出。如果需要也可以提供再沸器和冷凝器的热泄漏值。
对By Individual Trays（个别塔板）选项，提供以表格输入的某一范围塔板的热泄漏负
荷。至少应提供两个值。塔板的热泄漏没有给出，所定义的热泄漏位于塔板之间，由线性插值来确定。
泵送系统和气体旁路
在精馏塔主数据输入窗口中单击Pumparound…按钮，打开Column Pumparound 窗口，
在此窗口中可以为IO 和Sure 算法定义精馏塔泵送系统和气体旁路。泵送系统可以是液体或气体，气体泵送系统通常被称为“旁路”。泵送系统由在表中单击超级文本字符串进行添加和编辑。每一个泵送系统的输入包括：相、泵送系统名称、出料塔板、回油盘、回流压力和两个说明。在Column Pumparound Specification 窗口（单击“two specification”超级文本字符串进入）提供说明。用单选按钮选择下列说明组：
Rate and Duty：流量和负荷数据输入域都被打开，也可以为加热器提供一个参考名称。Rate without Heater：只打开流量输入域。
Rate and Return Condition：流量和回流条件输入域被打开。回流条件可以是温度、温
降或流份。也可以为加热器提供一个参考名称。
Duty and Return condition：负荷和回流条件输入域被打开。回流条件可以是温度、温
降或流份。也可以为加热器提供一个参考名称。
仅对于Sure 算法而言，泵送系统流量可以被指定为离开塔板的总流体。全部液体泵送
系统必须向精馏塔的下部泵送，气体泵送系统（旁路）必须向上流动。
初始估计值
所有精馏塔算法使用一个迭代计算技术，它从塔板温度、流量和组分分布的初始估计值
开始进行计算。初始估计值可以用内部的初始估计值发生器产生，也可以由用户以初始分布数据的方式提供。用户提供的分布数据有选择地用于代替被初值发生器产生的值。
在精馏塔主数据输入窗口单击Initial Estimaters…按钮，进入Column Initial Estimater 窗
口。使用初值估算器，从下拉表框中选择发生器方法：
Simple：用一个简单的物流平衡方法确定分布值。从估计的产品组分中确定温度这个模
块速度快，适用于简单精馏塔配置。
Conventional：为大多数蒸馏问题设计产生一个适当的估计值，这是一个普通的方法。
快捷计算用于估计产品流动和组分。组分被用于估计温度。使用产品流量和回流估计值
来估计内部流量。这种方法最适合使用冷凝器和再沸器的传统分馏器，其中典型的Fenske 技术提供合理的结果。特殊技术也包括吸收器和剥离器。
Refinry：这是为复杂的精炼厂精馏塔设计的方法，此精馏塔有Bottom steam instead of reboilers（底部蒸汽代替再沸器），如原始和真空精馏塔、F.C.C.主分馏器等。这些精馏
塔也可以有侧精馏塔、泵送系统致冷循环和在顶部贮料塔倾析水。由SIMSCI 开发的多
产品快捷技术被用于这些装置。用户为产品流量提供的估计值被用在快捷模块中。为侧
冷却器做数据调整。
Chemical：此发生器不能用于非常不理想化工蒸馏问题。这个方法耗时较多，使用连
续的隔热瞬时升降精馏塔序列设置塔板组分。当使用估计值发生器时你可以有选择地为
下列塔板提供温度估计值：冷凝器、项层塔板、底层塔板和再沸器。也可以为回流流量
和回流比率提供一个估计值。当用户不提供回流估计值时，PRO/II 提供回流比为3.0（适
用于许多精馏塔）。提供的数据将替换由估计值发生器的预测值。
不使用估计值发生器时，必须提供的最小数是气体和液体的塔板温度和流量。注意能够
提供的这个最小数是精馏塔顶层塔板和底层塔板的温度和流量。这些所需的最小数据，很难产生合适的初始估计值。对于其后的精馏塔模拟计算速度，需要从一个收敛的结果中提供解算分布值。
在Column Initial Estimater 窗口单击下列按钮，在出现的表中输入初始值：
Net Vapor Rate…（纯气体流量）
Ｖapor Composit ion…（气体组分）
Liquid Composition…（液体组分）
Tray Temperature…（塔板温度）
Net Liquit Rate…（纯液体流量）
组分估计值对非常不理想混合物流是很有帮助的。
执行说明
在精馏塔操作中，执行说明（SPEC）是强制性的。在结果中，产品物流的流量或物性
参数、精馏塔内部流量、塔板温度等都是必需的数据。对每一个执行说明，必需计算其自由度（VARY）。一个自由度可以是进料物流流量、热负荷或固定流量抽提的抽提率。在全部执行说明中都直接影响收敛情况。
在精馏塔主数据输入窗口中单击Performance Specification 按钮，进入Column Specification and Variables 窗口，在此窗口中选择执行说明，定义自由度。单击超级文本字符串，输入或修改执行说明和自由度。PRO/II 要求执行说明和自由度是等量的。增加或删减执行说明，也要增加或删减自由度。
SPEC 和VARY 使用的一般形式详见本章SPEC/VARY/DEFINE 部分。这部分还给了一
个用于SPEC 和VARY 的物流和精馏塔参数表。
收敛数据
收敛数据包括Convergence Parameters（收敛参数），Convergence Tolerances（收敛误差），Homotopy Options for Convergence Specifications（收敛说明的Homotopy 选项）,Convergence History（精馏塔迭代过程的中间数据）。这些数据在Column Convergence Data 窗口中输入，通过精馏塔主数据输入窗口的Convergence Data 按钮进入此窗口。
收敛调整参数
Damping Factor：当收敛振荡时，一个小于整数的衰减因子用来改善收敛情况。精炼厂
复杂的分馏器给出的衰减因子应该是0.8。化工精馏塔可能要求更严格的衰减因子。PRO/II 提供的缺省值为1.0。衰减因子不能被用于Sure 算法中。
Damping cutoff：用于Chemdist 算法的衰减因子中止值。当误差的总数大于此值时用
衰减因子。PRO/II 提供的缺省值是10-8。
Error Increase Factor：此因子限制增量。PRO/II 为IO 算法提供的缺省值是1.0，为Chemdist 提供的缺省为100。
Component Averaging Factor：这是为Sure 算法提供的重量因子，更新组分时使用。对
流动的和最后设置的组分等重量时给定值为1.0。对最后设置的组分双倍重量时为2.0。PRO/II 给出的缺省值为0.0。
Key Component：在Sure 算法中指定一个主要组分，以提高收敛速度。正常情况下主
要组分由PRO/II 确定，但也可以由用户确定。
Stop if no improvement after 5 iteration：连续的Sure 算法迭代中允许无效果计算。你
可以通过单击超文本字符串改变迭代次数。
注意：调整因子通常用于解决蒸馏问题。
收敛公差
精馏塔的公差也可以改变。公差为：
Bubble Point：每层塔板的最大泡点误差。缺省值为10-3
Enthalpy Balance：每层塔板的最大热平衡误差。缺省值为10-3。
Equilibrium K-value：在IO 算法外循环产生的一个组分Ｋ值所允许的最大相对变化，
缺省值为10-3。
Component Balance：每层塔板的最大相对组分平衡误差不能用于IO 算法。缺省值为
10-3。
在说明上的收敛Homotopy 选项
Homotopy 选项帮助收敛。该选项是为Reactive Distillation（反应蒸馏）设计的。反应蒸
馏收敛情况复杂，它可以用于任何精馏塔算法。
系统地将塔板容积增加到一个非常大的值，为逆动态反应确定平衡成分。这是一个Homotopy 使用的例子。
Homotopy 选项允许你使用一个初始值进行模拟计算，然后自动地移向步骤的设置数中
要求的最终值。
为任何说明使用Homotopy 选项，你必须提供说明的初值和用于从初值移到终值的间隔
数。在此窗口中终值是不能改变的。
Homotopy 选项可以用来做被计算器和流程优化器改变的说明。如果在标题为Apply During Control Loop 域中选择Initially（初始值），Homotopy 迭代计算时将遇到给定的精馏塔说明。如果说明值被其它单元操作改变，则精馏塔将在无Homotopy 迭代情况下进行计算。若选择Always，Homotopy 迭代计算将在每次计算时都遇到改变后的说明。在这种情况下，初值将是最后收敛的说明值，而不是提供的值。
收敛中间结果
精馏塔迭代计算时中间结果的打印输出，对检查收敛情况非常有用。通过单击Enter Data…按钮进行选择。
塔板水利学
塔板水利计算可以用于定制新精馏塔尺寸，评估现有的塔板或填料塔。在精馏塔主数据
输入窗口单击Tray Hydrautics…按钮，进入Column Tray Hydraulics 窗口。在此窗口中，单击Enter data…按钮，分别进入执行定制或评估计算选择窗口Column Tray /packing Rating 和Column Tray /packing Sizing。Glitsch 浮阀塔板方法用于塔板计算。浮阀塔板的结果分别减少
５%和20%以代替筛板泡帽塔板的计算。
对填充塔，可利用随机的或构造的填料，如金属的和陶瓷类的环形或鞍形填料。
对于尺寸计算，每个塔板的塔直径是独立计算出来的，并符合给定的或缺省的水利标准。选择每部分的最大直径，全部按最大需求标准直径进行再估算。
对于评估计算，计算出每个塔板的水利百分比。在代替现存的精馏塔方面，塔板部分的
多重性是有用的，它有多样化的塔板和下水导管排列。
塔板效率
在精馏塔模拟中，所有塔板被作为平衡阶或理论塔板，除非使用了一个塔板效率模型。
这就是说用户必须提供一些塔板效率类型，精馏塔塔板实际数，以确定用于模拟计算时使用的理论塔板数。工程师们利用经验，用全部塔板效率因数将实际塔板数换算成理论数。这几乎是模拟塔板效率最好的方法，因为还没有包括全部塔板效率的文献。
对于IO 算法，PRO/II 提供了几个塔板效率模型：
Murphree
Equilibrium
Vaporization
在Chemdist 算法中只能使用Vaporization 模型。这些模型不能预测所有塔板效率。所有
模型用一个等式或因子调整离开某一塔板平衡蒸汽成分。这些模型在精馏塔模拟中调节一个或少数几个塔板是有用的，但一般不要用于精馏塔中全部塔板的调整。
用塔板效率时，在精馏塔主数据输入窗口中单击Tray Efficiencies…按钮，进入Column Tray Efficiency 窗口。选择效率模型用单选按钮和Efficincy Data…按钮。可以为一个塔板的全部组分或选定的一些组分给出塔板效率。整个比例因子可以被提供给所有塔板效率。这个因子也可以被一个控制器单元调整。
侧线塔
使用IO 或Sure 算法的精馏塔可以有一个符加的侧线塔，这个侧线塔是一个汽提塔或调
整塔。侧线塔从主塔进料，然后给主塔返回产品。最终产品从侧线塔中提取。
附加的侧线塔作为在PFD 主窗口中流程结构的一部分。在流程图上双击侧线塔图标，
进入窗口进行数据输入或编辑。侧线塔数据输入窗口与精馏塔主数据输入窗口相同，只是一些无关的特征被消去。IO 算法主精馏塔的计算包括侧线塔的内容。这个同时靠近意味着主塔和侧线塔的SPEC 和VARY 同时提供。
Sure 算法在再循环中将侧线塔作为分离塔进行计算。这个近似法比较耗时，并且要求SPEC 和VARY 必须均衡。
Chemdist 算法不能用于侧线塔。
打印选项
在精馏塔主数据输入窗口单击Print Option 按钮，进入Column Print Options 数据输入窗口。选择框中提供的所需的报告选项。如需要图形结果，单击Plot Column Results…按钮，进入Column Plot Opion 选择所需的图形。
热力学选项
每层塔板的平衡计算都需要一个热力学系统。在这里可以改变全局缺省的热力学系统。
在精馏塔主数据输入窗口单击Thermodynamic System…按钮，进入Column Thermodynamic System 数据输入窗口。可以为整个精馏塔定义一个热力学系统，也可以为精馏塔的个别部分定义不同的热力学系统。
如果一个气液平衡热力学系统与Chemdist 算法用于部分精馏塔，单击Test for VLLE or VLE 塔板检查框，可以完成符加的检查，以确定塔板具有两个液相。对于这些塔板的气／液／液系统，其热力学系统将被改变。
Aspen plus模拟精馏塔说明书要点
Aspen plus模拟精馏塔说明书 一、设计题目 根据以下条件设计一座分离甲醇、水、正丙醇混合物的连续操作常压精馏塔： 生产能力：100000吨精甲醇/年；原料组成：甲醇70%w，水28.5%w，丙醇1.5%w；产品组成：甲醇≥99.9%w；废水组成：水≥99.5%w；进料温度：323.15K；全塔压降：0.011MPa；所有塔板Murphree 效率0.35。 二、设计要求 对精馏塔进行详细设计，给出下列设计结果并利用AutoCAD绘制塔设备图，并写出设计说明。 (1).进料、塔顶产物、塔底产物、侧线出料流量； (2).全塔总塔板数N；最佳加料板位置N F；最佳侧线出料位置N P； (3).回流比R； (4).冷凝器和再沸器温度、热负荷； (5).塔内构件塔板或填料的设计。 三、分析及模拟流程 1.物料衡算（手算） 目的:求解 Aspen 简捷设计模拟的输入条件。 内容: (1)生产能力:一年按8000 hr计算，进料流量为 100000/(8000*0.7)=17.86 t/hr。 (2)原料、塔顶与塔底的组成（题中已给出）： 原料组成：甲醇70%w，水28.5%w，丙醇1.5%w； 产品:甲醇≥99.9%w；废水组成：水≥99.5%w。 (3).温度及压降： 进料温度：323.15K；全塔压降：0.011MPa； 所有塔板Murphree 效率0.35。 2.用简捷模块（DSTWU）进行设计计算 目的:对精馏塔进行简捷计算，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、理论板数和加料板位置。 3.灵敏度分析 目的:研究回流比与塔径的关系（N T-R），确定合适的回流比与塔板数；
化工原理课程设计-乙醇-水连续精馏塔的设计
课程设计说明书 题目乙醇—水连续筛板式精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)化学化工系 专业应用化学 班级应化096 学生姓名XXX 学号XXXXXXXXXX 设计地点逸夫实验楼B-536 指导教师
设计起止时间：2010年12月20日至 2010 年12月31日 第一章绪论 (3) 一、目的： (3) 二、已知参数： (3) 三、设计内容： (4) 第二章课程设计报告内容 (4) 一、精馏流程的确定 (4) 二、塔的物料衡算 (4) 三、塔板数的确定 (5) 四、塔的工艺条件及物性数据计算 (7) 五、精馏段气液负荷计算 (11) 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 (11) 七、筛板的流体力学验算 (16) 八、塔板负荷性能图 (19) 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 (23) 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 (23) 第三章总结 (24) .
乙醇——水连续精馏塔的设计 第一章绪论 一、目的： 通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。 在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。 二、已知参数： （1）设计任务 ●进料乙醇 X = 25 %（质量分数，下同） ●生产能力 Q = 80t/d ●塔顶产品组成 > 94 % ●塔底产品组成 < 0.1 % （2）操作条件 ●操作压强：常压 ●精馏塔塔顶压强：Z = 4 KPa ●进料热状态：泡点进料 ●回流比：自定待测 ●冷却水： 20 ℃ ●加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ●单板压强：≤ 0.7 ●全塔效率：E T = 52 % ●建厂地址：南京地区 ●塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏
精馏塔的计算
本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率： 进料： 794.0074.4323 9072 .5x F == 塔顶： D x = 塔底： w x = 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=），及以下操作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度：℃； 塔底温度：℃； 进料温度：225℃； 塔板效率：E T = 基础数据整理 （1）精馏段： 图5-1 精馏段物流图 平均温度： ()01.17122502.1172 1 =+℃
平均压力：()=?? ? ????+? ?-?333100.107519.75100.10100.30213103.015?pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下： 标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=?Nm 3/h 操作状况下的体积： V 1=6 36 10101.01003.1510101.027301.1712732512.779?+???+? = Nm 3/h 气体负荷： V n =3064.03600 1103.2112 = m 3/s 气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240 = kg/m 3 液体负荷： L n =9470.036003409.2240 = m 3/s ℃时 苯酐的密度为1455kg/m 3 （2）提馏段： 图5-2 提馏段物料图 平均温度： ()01.23122502.2372 1 =+℃ 入料压力：()Pa k 9.1475 19 751030=-?-
间歇精馏技术及其模拟优化进展
2012年第15期广东化工 第39卷总第239期https://www.360docs.net/doc/6216399866.html, · 5 · 间歇精馏技术及其模拟优化研究进展 周年忠1，田文广2，顾宇昕1，李雁2*，陶红秀2，解新安2 (1．中国电器科学研究院，广东广州 510000；2．华南农业大学，广东广州 510642) [摘要]间歇精馏技术是一种重要的化工分离手段。文章综述了国内外间歇精馏技术及其常用的数学模型，其中主要阐述了严格模型和简捷模型，简要讨论了降价模型、半严格模型，同时探讨了间歇精馏优化的发展及其应用，并展望了间歇精馏系统的发展趋势。 [关键词]间歇精馏；操作方式；数学模型；优化 [中图分类号]TQ [文献标识码]A [文章编号]1007-1865(2012)15-0005-02 Development in Batch Distillation Technology and it’s Simulation and Optimization Zhou Nianzhong1, Tian Wenguang2, Gu Yuxin1, LI Yan2*, Tao Hongxiu2, Xie Xinan2 (1. China National Electric Apparatus Research Institute, Guangzhou 510000；2. South China Agricultural University, Guangzhou 510642, China) Abstract: Batch distillation is an important unit operation. The research progress on operation model of batch distillation at home and abroad was particularly introduced. Several kinds of mathematical models that are usually used, such as rigorous model and short-cut model, price reduction model, semi-rigorous model were reviewed. And development of batch distillation optimization and its application were discussed; the computer simulation and multi-objective optimization will become a trend. Keyword: batch distillation；operation model；mathematical model；optimization 在石油和化工行业生产中，间歇精馏也是较重要的化工分离手段之一[1]。间歇精馏也叫分批反应精馏，一般用于小规模生产。与连续精馏相比，间歇精馏是一个动态的过程，其单个塔就可以完成多个组分的分离，能够适应进料组分浓度在较大范围的变化，设计和操作过程非常灵活[2]。但同时也存在两大问题，一是由于处理原料量较小，使得生产的周期较长；二是操作过程中各参数变化较大，使操作过程的控制比较困难，很难实现自动化管理[3]。 目前，间歇精馏的研究主要集中在两个方面，一方面是关于间歇精馏的数学模型及其计算方法的研究。由于间歇精馏是一个动态的过程，数学模型中含有复杂的微分方程组，求解比较困难，因此，模拟难度大[4]。另一方面是关于操作过程的优化研究。从不同的目标出发，采用不同的方法，得到优化方案和新的操作模式和新的塔结构，虽然缩短了操作时间，但操作起来比较困难，在实际生产中很难得到广泛应用。因此，对间歇精馏的综合优化问题的研究势在必行[5]。 1 间歇精馏技术的发展 1.1 间歇精馏全回流操作 1967年，Barb和Block等[6]最早提出了塔顶累积全回流操作。随着研究的不断发展，Sφrensen等[7]研究了塔顶累积全回流操作的优化问题，与传统的恒回流比和恒塔顶浓度操作方式对比可知，这种操作在分离含有少量轻组分的原料时，可节省大量的操作时间。白鹏等[8]提出了动态累积全回流操作，目标是使全回流浓缩和无回流内部迁移操作交替进行，并在2000年对间歇精馏的动态累积操作方式进行了改进，提出了无返混动态累积操作，有效降低了塔顶累积罐中组分的返混，极大地缩短了操作时间，提高了间歇精馏的分离效率。白鹏等[9]在2006年提出了采用塔顶和塔中温度进行控制操作状态转换的全回流间歇精馏控制方法，并以异丙醇-正丙醇为实验物系验证了该方法的可行性，进一步提高了塔的分离效率。2011年，黄丽丽等[10]人研究发现了通过塔顶、塔中上以及塔中3个温度控制进行操作状态转换的无累积罐循环全回流间歇精馏控制方法，并以理想物系—乙醇-正丙醇混合物为分离物系进行了实验验证。结果表明，在相同条件下，三温控制方式与双温控制方式相比，前者所用操作时间短、分离效率提高。1.2 反向间歇精馏塔操作 反向间歇精馏又称为提馏式间歇精馏。1950年，Robinson和Gilliland发现此种操作的最大优点是能在塔顶冷凝器中获得高浓度组分，并简要讨论了利用正常精馏塔去除轻组分，然后利用反向间歇精馏塔去除重组分的可能性。1991年，Chiotti等[11]在准稳态的基础上建立了数学模型，利用此模型对一般间歇精馏操作和反向间歇精馏操作分离两组分混合物的过程进行了模拟计算；2008年，王超[12]使用塔身分散式加热，对热敏物系的间歇提馏过程进行了操作方式的改进，该方法通过在塔身进行加热，减少了再沸器的加热功率和时间，能有效缩短受热时间，减少热敏物质的损耗。1.3 中间罐间歇精馏塔操作 中间罐间歇精馏塔也叫复合式间歇精馏塔，被认为是常规间歇精馏塔和反向间歇精馏塔的复合体。1950年，Robinson等[13]提出了中间罐间歇精馏塔操作。2006年，Thomas A等[14]在前人研究的基础上，将中间罐间歇精馏应用于一个可逆的化学反应过程，即中间罐发生反应的半连续间歇精馏，进一步提高了精馏的分离效率。2009年，Leipold等[15]对中间储罐间歇精馏多目标的优化建立了模型，并利用进化算法求解，结果显示，中间储罐方法的经济效益更好。 1.4 多罐间歇精馏塔操作 多罐间歇精馏塔又叫多效间歇精馏塔，Hasebe和Skogestad 于1995年提出了这种新型的精馏塔。2005年，Low等[16]对多储罐操作以经济效益最大化为目标进行优化，采用自适应搜索技术，对关键设计和操作参数进行优化。结果发现，待分离混合物中组分越多，多储罐精馏塔较常规间歇塔就越高效。2008年，Mahmud 等[17]在特定产量和产品纯度基础上对多储罐间歇精馏进行了优化，对于特定的分离任务，多储罐间歇精馏塔更加节能、环保。 2 间歇精馏的模拟、优化研究 2.1 间歇精馏的数学模型 间歇精馏过程的数学模拟开始于20世纪60年代，主要包括严格模型、降阶模型、简捷模型、半严格模型。 2.1.1 严格模型 1963年，Meadows等[18]提出了第一个严格的多组元间歇精馏模型，它基于两个假设，一是各塔板上液体全混和，二是塔身绝热，恒体积持液量，忽略塔板汽相持汽量。1981年，Boston等在Meadows模型的基础上，引入了中间加料、中间换热以及汽液相侧线采出，将先前用于求解稳态精馏问题的“由内而外”技术应用到求解间歇精馏问题中来，并证明了该技术是一种有效的的方法，使模型得到进一步完善。1999年，Furlonge等人[19]提出了更为严格的数学模型，此模型与实际塔非常接近，但计算时所消耗的时间较多。2007年，美国科学研究者对严格模型做进一步研究，它可以灵活的建立单元模拟流程，也可以自动生成矢量。 2.1.2 降价模型 1983年，Cho和Joseph[20]提出了降价模型，间歇精馏分离的模拟过程中，难度较大的就是利用数学模型对多元函数进行模拟分离，而他们两个将原料组成及流量函数近似成塔的高度的连续函数，并采用多项式的形式来表示，而理论板数是离散的整数。这样，描述系统的微分方程数将大大减少。在此模型中，配置点的位置及个数直接影响结果的精确度，由于配置点的个数比精馏塔的级数少得多，再加上理论板数不再是离散的整数，又通过多组分系统的分离的间歇精馏装置应用，因此，此模型可较好的应用于填料塔。 2.1.3 简捷模型 1991年，Diwekar等[21]在恒塔顶组成和回流比不变的操作条 [收稿日期] 2012-09-18 [作者简介] 周年忠(1965-)，男，高级工程师，华南农业大学兼职研究生导师，主要从事精细化工产品开发与新工艺研究。*为通讯作者。
化工原理课程设计精馏塔详细版
广西大学化学化工学院 化工原理课程设计任务书 专业：班级： 姓名： 学号： 设计时间： 设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件： 1. 常压操作，P=1 atm（绝压）。 2. 原料来至上游的粗馏塔，为95——96℃的饱和蒸汽。因沿 程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3. 塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为 40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分 率）。 5．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=（1.1——2.0）R 。 min 设计任务： 1. 完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负 荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。 3．写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己 设计的评价。 指导教师：时间
1设计任务 1.1 任务 1.1.1 设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒 精生产现场） 1.1.2 设计条件 1.常压操作，P＝1 atm（绝压）。 2．原料来至上游的粗馏塔，为95－96℃的饱和蒸气。 因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90℃。 3．塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇， 产量为40吨/日。 4．塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％ (质量分率)。 5．塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶 采用全凝器，泡点回流。 6．操作回流比R=(1.1—2.0) R。 min 1.1.3 设计任务 1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。 2．画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。 3．写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总 和对自己设计的评价。 1.2 设计方案论证及确定 1.2.1 生产时日 设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。 1.2.2 选择塔型 精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大
aspen模拟间歇精馏的简单程序
[注意]随便看看吧 BLOCK: COL MODEL: BATCHFRAC --------------------------------- CHARGE - FEED OPSTEP O-1 STAGE 10 OUTLETS - PROD COL-CONTENTS OPSTEP O-1 STAGE 10 DIST DISTILLATE OPSTEP O-1 STAGE 1 PROPERTY OPTION SET: NRTL-RK RENON (NRTL) / REDLICH-KWONG *** MASS AND ENERGY BALANCE *** IN OUT RELATIVE DIFF. TOTAL BALANCE MOLE(KMOL/HR ) 35.5310 35.5310 -0.651964E-07 MASS(KG/HR ) 1000.00 1000.00 0.346421E-06 ENTHALPY(MMKCAL/H) -2.18172 -2.13628 -0.208274E-01 ********************** **** INPUT DATA **** ********************** **** INPUT PARAMETERS **** NUMBER OF PHASES 2 NUMBER OF THEORETICAL STAGES 10 NUMBER OF OPERATION STEPS 1 NUMBER OF ACCUMULATORS 1 ALGORITHM OPTION STANDARD MAXIMUM NO. OF TOTAL REFLUX LOOPS 60 MAXIMUM NO. OF OUTSIDE LOOPS 50 MAX NO. OF INSIDE LOOPS/OUTSIDE LOOP 10 MAXIMUM NUMBER OF FLASH ITERATIONS 50 REPORT TIME INTERVAL HR 2.00000 FLASH TOLERANCE 0.000100000 DISTILLATION ALGORITHM OUTSIDE LOOP TOL 0.100000-04 DISTILLATION ALGORITHM INSIDE LOOP TOL 0.100000-05 TOTAL REFLUX ALGORITHM TOLERANCE 0.100000-05 INTEGRATION ERROR TOLERANCE 0.000100000 INITIAL TIME STEP USED BY INTEGRATOR HR 0.00027778 ************************************ **** OPERATION STEP O-1 **** ************************************ **** COL-SPECS **** MOLAR VAPOR DIST / TOTAL DIST 0.0 MASS DISTILLATE RATE KG/HR 10.0000 MOLAR REFLUX RATIO 2.00000 MOLAR BOILUP RATE (TOTAL REF) KMOL/HR 3.55310 **** COLUMN PROFILES **** TRAY HOLDUP PRESSURE BAR 1 10.0000 KG 1.01000 2 1.00000 KG 1.02000 3 1.00000 KG 1.03000 4 1.00000 KG 1.04000 5 1.00000 KG 1.05000 6 1.00000 KG 1.06000 7 1.00000 KG 1.07000 8 1.00000 KG 1.08000 9 1.00000 KG 1.09000 10 0.0 CUM 1.10000 **** STOP CRITERION **** RUN UNTIL MASS FRACTION IN STAGE LIQUID FALLS ABOVE STOP CRITERION
aspen吸收、精馏塔模拟设计(转载)
aspen模拟塔设计（转载） 一、板式塔工艺设计 首先要知道工艺计算要算什么？要得到那些结果？如何算？然后再进行下面的计算步骤。（参考） 其次要知道你用的软件（或软件模块）能做什么，不能做什么？你如何借助它完成给定的设计任务。 记住：你是工艺设计者，没有 aspen 你必须知道计算过程及方法，能将塔设计出来，这是你经过课程学习应该具有的能力，理论上讲也是进入毕业设计的前提。只是设计过程中将复杂的计算过程交给 aspen 完成， aspen 只替你计算，不能替你完成你的设计。做不到这一点说明工艺设计部份还不合格，毕业答辩就可能要出问题，实际的这是开题时要做的事的一部份，开题答辩就是要考察这个方面的问题。 设计方案，包括设计方法、路线、分析优化方案等，应该是设计开题报告中的一部份。没有很好的设计方案，具体作时就会思路不清晰，足见开题的重要性。下面给出工艺设计计算方案参考，希望借此对今后的结构和强度设计作一个详细的设计方案，明确的一下接下来所有工作详细步骤和方法，以便以后设计工作顺利进行。 板式塔工艺计算步骤 1.物料衡算（手算） 目的：求解 aspen 简捷设计模拟的输入条件。 内容：(1) 组份分割，确定是否为清晰分割； (2)估计塔顶与塔底的组成。 得出结果：塔顶馏出液的中关键轻组份与关键重组份的回收率 参考：《化工原理》有关精馏多组份物料平衡的内容。 2.用简捷模块（DSTWU）进行设计计算 目的：结合后面的灵敏度分析，确定合适的回流比和塔板数。 方法：选择设计计算，确定一个最小回流比倍数。 得出结果：理论塔板数、实际板数、加料板位置、回流比，蒸发率等等RadFarce 所需要的所有数据。
化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计
资料 前言 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。 筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。 |
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目录 第一章绪论 (1) 精馏条件的确定 (1) 精馏的加热方式 (1) 精馏的进料状态 (1) 精馏的操作压力 (1) 确定设计方案 (1) 工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求 (2) 保证安全生产 (2) 第二章设计计算 (3) 设计方案的确定 (3) 精馏塔的物料衡算 (3) 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 (3) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (3) 物料衡算 (3) 塔板计算 (4) 理论板数NT的求取 (4) 全塔效率的计算 (6) 求实际板数 (7) 有效塔高的计算 (7) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8) 操作压力的计算 (8) 操作温度的计算 (8) 平均摩尔质量的计算 (8) 平均密度的计算 (10) 液体平均表面张力的计算 (11) 液体平均黏度的计算 (12) 气液负荷计算 (13)
精馏塔的计算
1 平均温度：—117.02 2 本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用 F1浮阀塔，进料为两组分进 料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为 顺酐塔。 确定操作条件 顺酐为挥发组分, 进料: 所以根据第3章物料衡算得摩尔份率: 5.9072 XF --------- 0.0794 74.4323 X D = X w = 塔顶： 塔底： 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比 R=2 (R=)，及以下操 作条件： 塔顶压力：； 塔底压力：； 塔顶温度： 塔底温度： 进料温度： 塔板效率： C ； C ； 225 r ； E T = 基础数据整理 (1 )精馏段: 图5-1精馏段物流图 225 171.01 r
1 3 3 75 19 3 3 平均压力：2 30.0 10 10. 10 右 10.0 10 15. 03 10 pa E 时 苯酐的密度为1455kg/m 3 (2)提馏段: 平均温度：1 237.02 225 231.01 E 2 入料压力：30 10 互」9 14.9k Pa 75 物料 质量流量 kg/h 分子量kg/kmol 摩尔流量kmol/h 内回流 98 V o =34.788O 22.4 779.2512Nm 3 /h 标准状况下的体积: 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下: 表5-1 精馏段物料流率 操作状况下的体积: V 1=779.2512 273 171.01 273 0.101 106 15.03 103 0.101 106 气体负荷: 气体密度: 液体负荷: =Nm 3/h 1103.2112 Cd 3 Vn = 0.3064 m 3 /s 3600 3409.2240 c cccc . , 3 n 3.0903 kg/m 3 1103.2112 3409.2240 3 Ln= ----------- 0.9470 m 3 /s
Aspen间歇精馏模拟教程
Aspen间歇精馏模拟教程 Use this Getting Started section to become familiar with the steps to set up a batch simulation using Aspen Batch Modeler. You will be modeling a system to recover methanol from a mixture of methanol and water. The objective is to separate methanol from the mixture with a purity of 99%. This mixture is not ideal given the polarity of the molecules; therefore, for a working pressure of 1atm, you will choose NRTL to model its physical properties. There are four steps in this process. Click a step to go the instructions for the step. Step 1 – Set up the Properties for Aspen Batch Modeler Step 2 – Enter structural data and specifications for the Aspen Batch Modeler block Step 3 – Enter Operating Steps Step 4 – Run the simulation and view the results Step 1 - Set up the Properties for Aspen Batch Modeler We want to define a Properties file that has the following defined. Components Property Method Water NRTL Methanol To define this Properties file, follow the steps below. To set up the Problem Definition file from within Aspen Batch Modeler: 1. Start Aspen Batch Modeler. 2. On the Species form, click Edit Using Aspen Properties.
精馏塔计算方法
目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………
基于脱丙烷塔的精馏塔建模及稳态仿真
化工动态建模报告 题目：基于脱丙烷塔的精馏塔建模及稳态仿真姓名: 赵东 学号：2011200832 班级：信研1102
目录 一、背景介绍 (3) 1、课题背景 (3) 2、气分脱丙烷装置介绍 (3) 二、模型分析 (5) 1、建模方法 (5) 2、机理分析 (5) 三、模型建立 (7) 1、参数整理 (7) 2、逐板递推计算公式 (8) 四、仿真实验 (10) 1、仿真界面 (10) 2、仿真验证 (12) 2.1、脱丙烷塔的仿真检验 (12) 2.2、其它模型工况参数检验 (16) 参考文献 (18) 附录程序 (19)
一、背景介绍 1、课题背景 精馏塔作为化工流程中最重要的设备之一，一直是人们研究的热点。而一套好的精馏塔模型，可以给我们的研究和控制带来很多便利。本课题基于气分脱丙烷过程，研究学习了脱丙烷塔的模型建立，用脱丙烷过程中实际工况数据加以验证。此外，基于此模型还编制了一个精馏塔稳态仿真的MATLAB界面，适用于其它相似的分离过程，达到方便且快捷仿真的目的。 2、气分脱丙烷装置介绍 气体分馏装置是以催化裂化装置所产液化气经脱硫、脱硫醇后作为原料，主要生产精丙烯，再作为聚丙烯装置的原料。丙烷馏分可作为工业丙烷或与碳四混合后作为民用液化气。 脱除硫化氢和硫醇的催化液化气进入装置，经凝聚脱水器脱除游离水后进入脱丙烷塔进料罐，液化气通过脱丙烷塔进料泵从进料罐抽出，经原料—碳四换热器换热后，再经脱丙烷塔进料加热器加热，以泡点状态进入脱丙烷塔的进料塔板。 脱丙烷塔采用了69层高效浮阀塔。塔顶蒸出的碳二、碳三馏分经脱丙烷塔顶冷凝器冷凝冷却后进入脱丙烷塔顶回流罐，冷凝液自脱丙烷塔顶回流罐抽出，一部分用脱丙烷塔顶回流泵送入塔顶第69层塔板上作为塔顶回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵抽出作为进料。脱丙烷塔底再沸器热源为中压蒸汽。塔底碳四采出馏分经于原料换热后，再经碳四馏分冷却器冷却后送至液化气罐区。如图1.1[1]。
化工原理课程设计——精馏塔设计
南京工程学院 课程设计说明书（论文）题目乙醇—水连续精馏塔的设计 课程名称化工原理 院(系、部、中心)康尼学院 专业环境工程 班级K环境091 学生姓名朱盟翔 学号240094410 设计地点文理楼A404 指导教师李乾军张东平 设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日
符号说明 英文字母 A a——塔板开孔区面积，m2； A f——降液管截面积，m2； A0——筛孔面积； A T——塔截面积； c0——流量系数，无因此； C——计算u max时的负荷系数，m/s； C S——气相负荷因子，m/s； d0——筛孔直径，m； D——塔径，m； D L——液体扩散系数，m2/s； D V——气体扩散系数，m2/s； e V——液沫夹带线量，kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次； E T——总板效率，无因次； F——气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）； F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/（s·m1/2）；g——重力加速度，9.81m/s2； h1——进口堰与降液管间的距离，m； h C——与干板压降相当的液柱高度，m液柱； h d——与液体流过降液管相当的液柱高度，m； h f——塔板上鼓泡层液高度，m； h1——与板上液层阻力相当的高度，m液柱； h L——板上清夜层高度，m； h0——降液管底隙高度，m； h OW——堰上液层高度，m； h W——出口堰高度，m； h'W——进口堰高度，m； Hσ——与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； H——板式塔高度，m； 溶解系数，kmol/(m3·kPa)； H B——塔底空间高度，m； H d——降液管内清夜层高度，m； H D——塔顶空间高度，m； H F——进料板处塔板间距，m； H P——人孔处塔板间距，m； H T——塔板间距，m；K——稳定系数，无因次； l W——堰长，m； L h——液体体积流量，m3/h； L S——液体体积流量，m3/h； n——筛孔数目； P——操作压力，Pa； △P——压力降，Pa； △P P——气体通过每层筛板的压降，Pa；r——鼓泡区半径，m， t——筛板的中心距，m； u——空塔气速，m/s； u0——气体通过筛孔的速度，m/s； u0，min——漏气点速度，m/s； u'0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；V h——气体体积流量，m3/h； V s——气体体积流量，m3/h； W c——边缘无效区宽度，m； W d——弓形降液管宽度，m； W s——破沫区宽度，m； x——液相摩尔分数； X——液相摩尔比； y——气相摩尔分数； Y——气相摩尔比； Z——板式塔的有效高度，m。 希腊字母 β——充气系数，无因次； δ——筛板厚度，m； ε——空隙率，无因次； θ——液体在降液管内停留时间，s；μ——粘度，mPa； ρ——密度，kg/m3； σ——表面张力，N/m； ψ——液体密度校正系数，无因次。 下标 max——最大的； min——最小的； L——液相的； V——气相的。
精馏塔工艺工艺设计方案计算
第三章 精馏塔工艺设计计算 塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。 本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。 （2） 塔径的计算 u V D S π4= （3-2） 式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3
V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5） 式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7） 式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计 开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）
一种间歇精馏连续化的工艺
万方数据
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一种间歇精馏连续化的工艺 作者：梁坤， Liang Kun 作者单位：茂名市安全生产监督管理局,广东,茂名,525000 刊名： 广东化工 英文刊名：GUANGDONG CHEMICAL INDUSTRY 年，卷(期)：2010，37(7) 被引用次数：0次 参考文献(3条) 1.黄少烈.邹华生化工原理 2006 2.钟理.伍钦.曾朝霞化工原理 2008 3.上海化工学院基础化学工程 1978 相似文献(7条) 1.期刊论文黄振旭.安明对苯酐间歇精馏装置的改进-河南化工2010,27(15) 针对当前苯酐间歇精馏装置中存在的主要工艺问题,通过改造设备和改变操作方法,可连续精馏13 d,精制苯酐收率达98.8%以上,改造后的装置生产稳定,系统能耗明显下降,从而有效地降低了生产成本,减轻了熟化处理过程中废气对空气的污染,经济效益和社会效益显著,具有很好的推广应用前景. 2.期刊论文王文江.吴剑华.WANG Wen-jiang.WU Jian-hua苯胺回收装置的开发及应用-沈阳化工学院学报2005,19(2) 叙述了对原苯胺回收装置的改造,改进了原装置的间歇精馏效果,原塔顶冷凝器管程走苯胺改为壳程走苯胺,解决了氯化铝催化剂堵塔问题.改造后的装置生产稳定,产品质量良好,苯胺得到回收,环境污染问题得到明显改善. 3.学位论文胡力焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺优化2009 本文在分析传统焦化粗苯加氢精制萃取精馏分离工艺基础上，系统研究了萃 取精馏工艺及其节能措施。针对目前焦化粗苯加氢精制萃取精馏工艺普遍存在着 工艺能耗较高，溶剂比较大的特点。本文在原有流程的基础上，对工艺进行优化 改进，提出了加氢精制分离新工艺，筛选出适宜的混和溶剂以减少溶剂比。 在常规流程的基础上，对萃取精馏塔、苯甲苯塔采用气相进料。利用ASPEN PLUS化工模拟软件，对改造前后的工艺进行模拟计算并且对气相进料工艺中的 萃取精馏塔和苯甲苯塔的回流比、进料位置、塔顶压力、理论板数进行了灵敏度 分析，确定了最佳操作参数。将改进前后的工艺进行能耗比较，表明采用气相进 料工艺比常规工艺节能27％以上。 混和溶剂的筛选，以N-甲酰吗啉作为主溶剂，DMF或DMAC作为副溶剂 选用修正的UNIFAC热力学模型预测和汽液平衡实验相结合的方法对其进行筛 选。通过使用MATLAB数学软件编程计算，研究发现在溶剂比为3∶1的条件下 当NFM/DMF=4或5(质量比)的时候，环己烷对苯的相对挥发度大于NFM和 DMF作为单一溶剂时环己烷对苯的相对挥发度。通过汽液平衡实验，结果表明 用DMF作为助溶剂优于DMAC，并且混和溶剂存在一个最佳的溶剂比，当 NFM/DMF=4(质量比)的时候分离效果最佳。进一步研究表明，溶剂比的增加可 以增加分离效果，但是当溶剂比大于一定值后，增加幅度趋于平缓。 建立起萃取精馏装置并对筛选出的萃取剂的分离效率进行了实验验证研究， 针对回流比和溶剂进料速率两个操作参数进行研究，发现在相同的操作条件下， 以NFM/DMF=4(质量)作为溶剂，塔顶馏分中环己烷的最高含量大于NFM或 DMF作为溶剂时塔顶馏分中环己烷的含量。表明筛选出来的混和溶剂的分离效 果确实优于单一溶剂。在常规间歇精馏过程中，通过对塔顶馏分中环己烷的最高 质量分数、塔顶馏分的产量、塔顶馏分中环己烷的质量分数以及环己烷的收率的 研究，表明溶剂流率对以上各参数的影响比回流比来得大。 关键词：萃取精馏 气相进料 混和溶剂 焦化粗苯加氢精制 ASPEN PLUS 4.学位论文何桃吉乙腈—水共沸物分离的模拟与实验研究2008 在制药工业中，乙腈因其对无机以及有机化合物的优良溶解性而被广泛使用，由此而产生大量含水的乙腈废液需要进行回收。由于乙腈与水形成共沸物，普通的精馏方法无法分离这一混合物，本课题研究了采用特殊精馏方法分离乙腈一水共沸物的工艺。 课题主要利用化工过程模拟软件Aspen Plus2004对乙腈-水共沸物系的萃取精馏、变压精馏稳态过程进行了模拟。对于萃取精馏稳态过程选取乙二醇作为萃取剂，采用WILSON方程计算液相活度系数，采用理想气体状态方程预测汽相逸度系数，对塔的工艺操作参数进行了优化，结果表明产品中乙腈浓度能够达到99.9wt％；对于变压精馏稳态过程，主要研究了变压精馏低压塔进料（包括常压塔回低压塔的循环物流进料和原料进料）位置，温度对分离过程的影响，得到了优化的工艺操作参数，产品中乙腈浓度能够达到99.9 wt％。 通过间歇精馏实验研究了乙腈-水共沸物的变压精馏以及加盐变压精馏分离过程。实验结果与模拟结果较为吻合，加盐变压精馏在常压塔回低压塔的循环物流进料中NaI试剂浓度达到0.2g／ml时，塔顶馏出液中乙腈含量差值可以增大到7.71 wt％，总能耗仅为原来的44.95％，对于同一生产装置原料处理能力提高70.26％。 通过模拟以及实验研究表明，加盐变压精馏技术能够有效解决变压精馏分离乙腈-水共沸体系时存在的塔间循环量大，处理量小，能耗高的问题，与萃取精馏的总能耗大体相当，可用于改造现有生产装置，或者直接应用于生产设计中。 5.学位论文石雪DMC生产过程自动控制系统2007 碳酸二甲酯(Dimethyl Carbonate,简称DMC)是近年来颇受重视的新型化工产品.它是无色透明液体,熔点4℃,沸点90.3℃,能以任意比例与醇、酮、酯等有机熔济混合,欧洲在1992年把它列为无毒化学品.DMC具有很好的反应活性,可取代剧毒的光气作羰基化剂,代替硫酸二甲酯(.DMS)作甲基化剂.因此它作为绿色中间体,对环保有着特殊的意义,被誉为有机合成中的新基石.