過程分析與合成大作業流程的嚴格模擬及評價班級：分子科學與工程1班小組成員: 范揚揚呂行馬執筆人作業要求大作業（2)——流程的嚴格模擬及評MPa，進料中各組分流量分別為：丙烷（propane)45.4kmol/hr，異丁熱力學方法：SRK，各精餾塔的塔板壓降為0.6kPa.作業以組為單位，對精餾分離過程進行分析、模擬、優化和評價，并寫成報告提交；報告的內容包括設計的所有精餾分離流程方案每種流程方案中各精餾塔詳細工藝操作參數的確定及依據。包括（溫度總結此項任務完成過程的收獲及建議作業及報告須由小組全體成員共同協作完成，組內討論確定各自完成過程中，詳細記錄討論內容，作為附件附在報告后報告封面注明組長、報告執筆人、小組成員及學號報告一 小組分工情 二 方案設計整體思 三 直接分離序 (一)、精餾塔塔1的條件設置與計算結 (二、精餾塔塔2的條件設置與計算結 四 間接分離序 (一)、精餾塔塔1的條件設置與計算結 (二、間接分離精餾塔塔 的條件設置與計算結 五 分離方案結果比 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、小組分工情況1、:報告撰寫、任務分配與協調、部分數據表格整2、范揚揚:討論過程的思路與關鍵點記錄、AspenPlus間接序列的計、 數據(最終結果與整理結果)合理性、準確性檢查與調試、AspenPlus直接序列的計算、部分數據表格整理、4、:初始壓力設定選擇、需要的產品組成計算，AspenPlus間接二、方案設計整體思路(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-所以可以有直接分離(A/BC)、和間接序列(AB/C)兩種分離方案(二)分離方案設計1、方 1：直接序列(不斷地從塔頂將物質分離出體系2、方 2：間接序列(不斷地從塔頂將物質分離出體系先分離丙烷，塔1的塔頂餾出液得到A、異丁B混合物，塔釜得到正C；塔頂餾出液作為塔2進料，分離丙烷A、異丁烷B。BBBB 4/C圖 直接分離示意 圖 間接分離示意(三 各精餾塔詳細工藝操作參數的確定思路(具體過程見之后的計算1、各產品流率及組成的設置2、塔的操作溫度、壓力、冷凝器類型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

nnT塔釜Tc混=Tci及再沸器的熱負荷、所使用公用工程的品位（溫度4、根據條件計算出結果，再根據結果判斷是否達到目的要求，若未達到，繼續修改已知條件，直到結果符合目的要求。三、直接分離序列(一)、精餾塔塔1的條件設置與計算結果1、流股、塔流股初始條件選擇1:以丙A為輕關鍵組異丁B為重關鍵組分。因要求丙烷A、異丁烷B、正丁烷C98%。此處設定丙烷摩爾回收98%A，為了使保證二塔中爾回收率為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的分收率為0.01。

A1 12C圖 直接分離示意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 清晰分組分丙烷異丁烷正丁烷分離分數(回收率1yd(摩爾分數10xb(摩爾分數01泡點 臨界溫度 3、精餾塔操作條件的確定(盡量節省成本的前提下用簡捷精餾模型DSTWU確定初值(2)精餾塔嚴格計算模型RadFrac確定最終結果:①初步計算設置設置已知條件:總板30，進料位置為25，采出率為46kmol/hr，回流比為12bar0.6kPa

6/設置NQ曲線范圍:,20—50，步長為1。直接序列塔1-N-Q曲直接序列塔1-N-Q曲 4、精餾塔塔1操作條件的最終計算結果設備:精餾塔 分離:A(塔頂)/BC(塔釜冷凝器熱負荷再沸器熱負荷冷凝器溫度冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位1塔頂流股數據數據1塔釜產品流股數據溫度溫度壓力壓力0505(3)塔壓力操作條件:塔板-壓力分PRESSURE1202.5120501207.5PRESSURE1202.5120501207.51210.01212.51215.01 (二、精餾塔塔2的條件設置與計算結果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為輕關鍵C為重關鍵組了滿足回收率為98%的條件，設定塔頂異丁烷B的回收率為99%，因為在塔1設定中損失了1%的異丁烷B，經計算塔2異丁烷B回收率為99%的時候，總回收率才能達到98%（0.99*0.990.98010.981C的損失，因此經過試算，選擇正丁烷C的塔底回收率為98.5%。2、塔2的壓力確定和溫度校核精餾塔編號 col分割類型 清晰分組分丙烷異丁烷正丁C分離分數(回收率1yd(摩爾分數10xb(摩爾分數0泡點:臨界溫度3、精餾塔塔2操作條件的確定(盡量節省成本的前提下用簡捷精餾模型DSTWU確定初值精餾塔嚴格計算模型RadFrac確定最終結果①初步計算設置塔頂壓力為8bar，壓力降為0.6kPa。設置設計規定:B0.99C塔頂摩爾回收率為0.015。設置NQ曲線范圍:50—80，步長為1。②NQ曲直接序列塔2-N-Q曲直接序列塔2-N-Q曲4、精餾塔塔2操作條件的最終計算結果具體分析結果設備:精餾塔 分離:B(塔頂)/C(塔釜冷凝器熱負荷再沸器熱負荷冷凝器溫度冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位2塔頂流股數據數據2塔釜產品流股數據溫度溫度壓力壓力0PRESSURE805.0810.0815.0820.0PRESSURE805.0810.0815.0820.08250830.0835.0840.0 11.0 21.0 31.036.0 46.0 56.0 66.0四、間接分離序列(一)、精餾塔塔1的條件設置與計算結果1、流股、塔、分離結果初始設置以異丁B為輕關鍵組分C為重關鍵組分。因要求丙烷A、異丁烷B、正丁烷C的分離分數均為98%。此處設定正丁烷C在塔底98%，塔頂產品中的異丁烷B回收率應達到99%A的摩爾回收率為100%因此得到塔1的分離要求為:異丁B的塔頂回收率0.99，正丁C的塔頂回收率為0.02。

A221B1C塔1的壓力確定和溫度校核

4精餾塔編號 col分割類型 組分丙烷異丁B正丁C分離分數(回收率00yd(摩爾分數01xb(摩爾分數1泡點:臨界溫度3、精餾塔操作條件的確定(盡量節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行簡捷計算，從而得到初步的初值:總板76，進料位置為40，采出率為200kmol/hr，回流比為5。(2)精餾塔嚴格計算模型RadFrac確定最終結果:①初步計算設置設置已知條件90，進料位置40200kmol/hr，回流比為5。塔頂壓力為10bar，壓力降為0.6kPa。設置設計規定:異丁B塔頂摩爾回收率0.99,正丁C塔頂摩爾回收率為0.02。設置NQ曲線范圍:,60—90，步長為1。間接序列塔1-N-Q曲間接序列塔1-N-Q曲4、塔1最終計算結果設備:精餾塔 分離:AB(塔頂)/C(塔釜冷凝器熱負荷再沸器熱負荷冷凝器溫度冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位1塔頂流股數據數據1塔釜產品流股數據溫度溫度壓力壓力0PRESSURE805.0810.0815.0820.0PRESSURE805.0810.0815.0820.0825.0830.0835.0840.0 (二、間接分離精餾塔塔2的條件設置與計算結果1、流股、塔、分離結果初始設置2AB。在分離過程稿中以丙烷A為輕關鍵組分，異丁烷B為重關鍵組分。為了滿足回收率為98%的條件，設定塔底異丁烷B的回收率為99%，因為在塔1設定中損失了1%的異丁烷B，經計算塔2異丁烷B回收率為99%的時候，總回收率才能達到98%的.9*.90.901.91A的損失，因此經過試算，選擇丙烷A的塔頂回收率為98.5%。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 清晰分組分丙烷異丁烷正丁烷分離分數(回收率00yd(摩爾分數01xb(摩爾分數1泡點 臨界溫度Tc: °C>塔釜泡點溫度,則滿足溫度條件。用簡捷精餾模型DSTWU確定初值(2)精餾塔嚴格計算模型RadFrac確定最終結果:①初步計算設置塔頂壓力為10bar，壓力降為0.6kPa。設置NQ曲線范圍:,20—60，步長為1。②NQ曲線結果 間接序列塔2-N-Q曲間接序列塔2-N-Q曲3、塔2最終計算結果設備:精餾塔 分離:B(塔頂)/C(塔釜冷凝器熱負荷再沸器熱負荷冷凝器溫度冷公用工程的品位再沸器溫度熱公用工程的品位92塔頂流股數據數據2塔釜產品流股數據溫度溫度壓力壓力0PRESSURE BlockB2PRESSURE 操作壓力總塔板回流操作--異丁正丁收率為異丁正丁方案結果比較分析1、設備費用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907.728，間接分離序列的操作了接近30%。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，但是接分離序列的熱負荷更小，小接近10%。3、分離效果1、回收率:兩種方案的回收率均達到2、產品純度：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。經過比較，可知兩種分離方案4、結果分析節約成本。間接分離唯一的劣勢是2的冷劑低于27°C，需18°C的冷劑。在18℃的冷劑成本較高，則采用直接序列較為節省成本。1、收獲change，調節降NQsetup中的上vary變化的范圍超過了設定，則可以vary中增vary的變化范blockconvergence中增大重2、建議10K，不可避免使用其他冷劑。希望在題目中可以給出相應的特殊冷劑的信息(一、壓力的選取17.2bar14、1210bar，并分別器溫度>37℃12bar作為冷凝器壓力。(二、直接分離序列的初始條件選擇異丁烷99%（則從第二個精餾塔塔頂098%的回收率要求，第二個精餾塔中正丁烷的回收率為2%。但實際上根據計算，第一個精餾塔中，塔頂流股仍然會有可滿足正丁烷總回收率都為98%。(三、間接分離序列的初始條件選擇1中，可知綜上，在冷凝器溫度>37℃的情況下，冷凝器壓力應小。10bar為塔頂的冷凝器壓力。八、AspenPlus(一）直接序列生成報告BLOCK: MODEL: -FEED STAGE10OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE - - ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT CCMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC- STREAMS:UPPER STREAMS:UPPER DEW 0.32869E-04STAGE=BUBBLE 0.19662E-04STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.45672E-07STAGE=26COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.27767E-04STAGE=1

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-

129****MASSFLOWPROFILES

1 20.1878E+0590.2059E+05100.5190E+05110.5218E+05240.5479E+05250.5484E+05260.5486E+05270.5486E+05280.2104E+05 129 129 129 129 129BLOCK: MODEL: -BOTTOM STAGE27OUTLETS-1 STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE ****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT 12 CMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-TYPE

1MOLE-RECOV STREAMS:1 2MOLE-RECOV STREAMS:1 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****MASSFLOWPROFILES

10.1184E+0620.1105E+06

25250.1061E+06260.1061E+06270.1234E+06280.1233E+06680.1223E+06690.1305E+05 3 123 123 123 123(二）間接序列生成報告BLOCK: MODEL: -FEED STAGE28OUTLETS- STAGE ***MASSANDENERGYBALANCE 0.284749E-****INPUTDATA INPUT NUMBEROF INITIALIZATIONOPTION HYDRAULICPARAMETERCALCULATIONS INSIDELOOPCONVERGENCEMETHOD DESIGNSPECIFICATIONMETHOD UMNO.OFOUTSIDELOOP UMNO.OFINSIDELOOPI UMNUMBEROFFLASHI FLASH OUTSIDELOOPCONVERGENCE MOLARREFLUX P- 1PRES, ****RESULTS COMPONENTSPLIT CCMOLARREFLUXMOLARBOILUPCONDENSERDUTY(W/O-REBOILER MOLARREFLUX DESIGN NOSPEC-TYPE

STREAMS:CON1 STREAMS:CON1 DEW 0.10388E-05STAGE=BUBBLE 0.55394E-05STAGE=COMPONENTMASSBALANCE 0.21807E-05STAGE=28COMP=PROPANEENERGYBALANCE 0.64572E-05STAGE=15 FROMTHESTAGEINCLUDINGANYSIDEPRODUCT.

1-2---------

12****MASSFLOWPROFILES

10.1112E+0620.1042E+06270.1043E+06280.1346E+06290.1351E+06300.1353E+06310.1354E+06320.1354E+06750.1344E+06760.1300E+05 12 12 12 12 12BLOCK: MODEL: -CON1 OUTLETS-PROPANESTAGE STAGE