1、1 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 MODEL46 VCM Manufacture and Project Goals48 Section 100 Direct Chlorination51 Section 200 Oxychlorination
2、53 Section 300 EDC Purification61 Section 400 EDC Pyrolysis63 Section 500 VCM Purification67 Running AspenTech VCM Models69 References71 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 2 常压系统流程模拟计算
3、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 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， 常压塔进料产品与出料产品之间的焓差，叫剩余热，为回叫这部份热量
4、， 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）。 3 M1 CGAS OIL 1 T101 GN CB C4 GAS CP1 S1 CP2 S2 CP3 S3 SS W 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
5、品；SS 常底汽提蒸汽；CB 常底油 4 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% H2O H2 N2 CO2 H2S CH4 C2H6 C2H4 C3H8 C3H6 NC4 IC4 丁烯-1 异丁烯 顺丁 烯-2 反丁烯 -2 IC5 C5= 常压瓦斯 268 11 0.572 0.26 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
6、 馏 程 IP 10% 30% 50% 70% 90% EP 比重 产品抽出板 常顶汽油 5367 11 46 74 106 137 161 0.7273 常一线 6250 11 133 146 160 178 204 0.7922 10 常二线 30667 11 198 222 254 291 309 0.8431 22 常三线 20667 11 260 312 337 366 378 0.866 34 常四线 3250 11 243 349 395 410 427 450 488 0.8927 44 减顶油 1550 11 86 112 167 222 272 321 354 0.8257
7、 减一线 8333 11 230 260 300 340 382 0.8778 减二线 62500 11 317 375 410 427 450 488 0.8927 减三线 14167 11 368 434 471 494 531 569 0.9264 减四线 9750 11 370 446 473 501 526 538/75 0.9372 减渣 149731 11 500/11 520/13 540/17.88 0.9798 D1160 数据 塔底蒸汽 2100 440 11 常一、二、三 汽提蒸汽各 100 440 11 5 2、 单元操作参数 表 1.2 单元操作参数 T1 常压分馏
8、塔 常压炉过汽化率 3%(WT) 操作压力 Kg/cm2 1.3 全塔压降 kg/cm2 0.30 抽出板/返回板 中段回流量 中段回流取热量 中段回流 1 16/14 65000Kg/h 1.80Mkcal/h 中段回流 2 28/24 57000Kg/h 4.10Mkcal/h 中段回流 3 40/36 10000Kg/h 1.15Mkcal/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 热平衡与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
9、产品量 三、软件版本 ASPEN PLUS 软件 12.1 版本，文件名 ERC250-C.APW 6 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
10、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）。 7 M1 JGA S CB 1 T102 JB JT J1 J2 J3 J4 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 8 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
11、进 料 压 力 Kg/cm2 进 料 组 成 WT% H2O H2 N2 CO2 H2S CH4 C2H6 C2H4 C3H8 C3H6 NC4 IC4 丁 烯 - 1 异 丁 烯 顺 丁 烯 -2 反 丁 烯 -2 IC5 C5= 减 压 瓦 斯 268 11 0.572 0.26 0.09 4 0.34 32.8289 6.7814 0.67 40.636 0.5042 1.3942 0.5402 0.2695 0.25 4 0.0286 1.7658 1.0678 馏 程 IP 10% 30% 50% 70% 90% EP 比 重 产 品 抽 出 板 减 顶 油 1550 11 86 1
12、12 167 222 272 321 354 0.8257 减 一 线 8333 11 230 260 300 340 382 0.8778 3 减 二 线 62500 11 317 375 410 427 450 488 0.8927 7 减 三 线 14167 11 368 434 471 494 531 569 0.9264 9 减 四 线 9750 11 370 446 473 501 526 538/75 0.9372 12 减 渣 149731 11 500/11 520/13 540/17.8 8 0.9798 9 2、 单元操作参数 表 2.2 单元操作参数 T1 常压分馏塔
13、减压炉过汽化率 3%（WT） 操作压力 mmHg 20 全塔压降 mmHg 10 抽出板/返回板 中段回流取热量 中段回流 1 3/1 温差 72 1.39Mkcal/h 中段回流 2 7/4 温差 90 5.70Mkcal/h 中段回流 3 9/8 温差 94 7.9515Mkcal/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 产品分布与取热关系 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 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
14、 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 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 10 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
15、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）。 11 T201 FEED GAS COIL SS1 YJSS M1 GGAS GGOIL CCOIL HHOIL YYJ SS0 HOIL PCOIL 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； 12 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% H2O CO CO
16、2 AIR CH4 C2H4 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 0.9 3.8 10 13.4 3.1 5.8 4 16.4 6.7 2.1 3.05 3.1 2.4 3.7 0.6 4.8 3.1 2 馏 程 IP 10% 30% 50% 70% 90% EP 比重 产品抽出板 粗汽油 67320 40 54 76 103 138 179 198 0.723 轻柴油 55000 189 222 247 274 305 347 362 0.9068 10 吸收返回柴油 170
17、00 189 222 247 274 305 347 362 0.9068 回炼油 29700 290 395 435 538 0.9366 28 油浆 8930 226 407 468 538/87 0.9927 进料中蒸汽 12120 492 2.7 塔底汽提蒸汽量 880 280 11 汽提蒸汽量 100 280 11 13 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 19800
18、0Kg/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 代号 入口物流号 出口物流号 M1 进料油汽混合器 Mixer M1 催化馏塔 Distillation T201 三、软件版本 采用 A
19、SPEN PLUS 软件 12.1 版本，文件名 CHT201.APW 14 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
20、。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
21、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）。 15 C10301 C10303 C10302 C10304 F1 GGGAS LLPG GGOIL D301 FGAS 5 F2 FGOIL FGOIL1 8 P301 9 10 SP2 11 E302 12 13 14 PGAS PCOIL FCOIL GAS P303 DC2GOIL DC2GOIL1 E303 21 WDGOIL WDGOIL1 LPG SP1P3
22、05 WDGOIL2 WDGOIL5 WDGOIL3 C39 WDGOIL4 29 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 16 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% H2 N2
23、O2 CO CO2 CH4 C2H6 C2H4 C3H6 C3H8 IC4 NC4 BUT1 IBTE 反丁 烯-2 顺丁 烯-2 NC5 干气 14500Kg/h 421.21 15.28813.4330.60.7952.57930.68211.79421.22 2.674 0.5030.2180.0150.0590.0920.0170.0030.078 液化气 85000 Kg/h 421.21 1.0 0.69 40.66 7.67 11.963.61 9.0 9.55 9.39 6.01 馏程 IP 10% 30%50% 70% 90% EP 比重 稳定汽油 115000Kg/h 42
24、1.21 39.5 52 77.5 163.5 195 0.716 贫柴油 40000Kg/h 302.21 192 219.5 253.5 309 338 0.9018323/95 17 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 操作压力 MPa.G 1.17 1.27 1.15 1.05 WDGOIL2 流量 60000Kggh F1 进料闪蒸罐 汽化率 温度 0.46157 48 全塔压降 MPa 0.04 0.04 0.04 0.05 分流器 SP2 D301 平衡罐 温度 压
25、力 Mpa.G 35 1.19 中段回流 1 抽出板/返回板 流量 Kg/h 返回温度 3/3（理论） 90000 27 12 流量 55000Kggh F2 平衡罐 温度 压力 Mpa.G 48 2.22 中段回流 2 抽出板/返回板 流量 Kg/h 返回温度 5/5（理论） 120000 27 E302 出口温度 55 P301 压力 Mpa.G 效率% 1.35 70 中段回流 3 抽出板/返回板 流量 Kg/h 返回温度 7/7（理论） 120000 28 E303 冷流出口温度 117 P303 压力 Mpa.G 效率% 1.90 70 中段回流 4 抽出板/返回板 流量 Kg/h
26、返回温度 9/9（理论） 120000 28 C39 出口温度 30 压降 0.02MPa P305 压力 Mpa.G 效率% 2.39 70 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 50/37 15 18 3、 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 热力学 BK10 BK10 BK10 BK10 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 33024K
27、g/h） 冷凝器温度 40 19 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 20 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
28、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
29、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。 21 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
30、 补 充水；循环 MDEA 贫胺液 22 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 H2 N2 CH4 C2H6 C2H4 C3H8 C3H6 IC4 NC4 IBTE IC5 CO H2S MDEA GAS3000 m3/h 40 1.50 VOL% 0.138.75 89.8 9 1.23 PMDEA20 000 40 1.50 WT% 80 20.0 2、 单元操作参数 表 6.2 单元操作数据 T301 T302 操作压力 ATM 1.50 1.30 全塔压降 kg/cm2 0.3
31、0.30 理论板数 12 11 进料板 塔顶/塔底 1 板效率% 23 3、 设计规定 表 6.3 设计规定 T301 塔 T302 塔 计算模块 C1 热力学 ELECNRTL ELECNRT 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 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 24 四、例题 2 图 2 MDEA 脱硫装置模拟计算流程图 25 1、 装置进料数据 FM GAS GAS1 LPG LPG1 M1 M2
32、M11 M22 PM SOUR Temperature C 35.5 40 41 40 39 40 40 43.5 39.1 121.4 40 Pressure atm 9.674 9.87 9.384 15.4 15.4 9.87 9.87 9.674 16.4 1.962 1.575 Vapor Frac 0.007 1 1 0 0 0 0 0 0 0 1 Mole Flow kmol/hr 1375.922 218.584 202.434 183.143 159.815 553.011 783.433 569.162 806.76 1277.635 98.287 Mass Flow kg
33、/hr 30560.49 5836.36 5251.595 8564.06 7588.337 12000 17000 12584.77 17975.72 27939.92 2620.571 Volume Flow l/min 878.568 9204.21 9022.436 279.398 247.609 200.072 287.782 215.369 311.652 493.687 26309.33 Enthalpy MMkcal/hr -93.86 -2.309 -1.817 -2.082 -2.002 -38.56 -54.726 -39.053 -54.807 -87.096 -3.8
34、84 Mass Flow kg/hr H2O 23161 0 31.485 0 6.358 9599.52 13599.32 9568.035 13592.96 22139.51 1021.486 MDEA 5799.034 0 0 0 0.676 2399.88 3399.83 2399.88 3399.154 5799.009 0.025 H2S 436.673 246.22 0.755 190.26 0.501 0.6 0.85 246.065 190.609 1.397 435.276 CO 6.51 123.89 117.38 0 0 0 0 6.51 0 0 6.51 CO2 23
35、4.502 259.54 25.038 0 0 0 0 234.502 0 0 234.502 AIR 9.896 1457.2 1447.304 0 0 0 0 9.896 0 0 9.896 CH4 35.618 1050.64 1015.022 0 0 0 0 35.618 0 0 35.618 C2H6 30.084 1188.11 1158.026 0 0 0 0 30.084 0 0 30.084 C2H4 33.218 995.96 963.345 0.95 0.346 0 0 32.615 0.604 0 33.218 C3H8 88.65 37.71 36.667 1506.
36、01 1418.403 0 0 1.043 87.607 0 88.65 PROPY-01 606.105 158.82 154.532 3813.76 3211.943 0 0 4.288 601.817 0 606.105 ISOBU-01 30.355 113.12 108.333 1198.34 1172.772 0 0 4.787 25.568 0 30.355 N-BUT-01 11.087 47.99 45.259 391.38 383.024 0 0 2.731 8.356 0 11.087 1-BUT-01 29.639 49.63 47.32 471.63 444.301
37、0 0 2.31 27.329 0 29.639 ISOBU-02 3.849 0 0 68.92 65.071 0 0 0 3.849 0 3.849 TRANS-01 23.904 46.32 43.688 436.54 415.268 0 0 2.632 21.272 0 23.904 CIS-2-01 19.007 61.21 57.441 312.72 297.482 0 0 3.769 15.238 0 19.007 N-PEN-01 1.36 0 0 173.55 172.19 0 0 0 1.36 0 1.36 26 2、 单元操作参数 表 单元操作数据 C-401 C-402
38、 C-403 操作压力 ATM 9.384 15.40 1.575 全塔压降 kg/cm2 0.3 1.0 0.40 理论板数 20 10 21 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 2.50 3、 设计规定 C-401 C-402 C-403 热力学 ELECNRTL 真实组份 收剑方法：标准 阻尼：中 UNIFAC-LL ELECNRTL 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
39、、软件版本 采用 ASPEN PLUS 软件 12.1 版本,文件名 C-401MDEA.APW 27 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，NH380mg/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）
40、，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。 28 S W QW S V A P 1 C -2 5 11 D 1 01 S V A P 2 R W 2 P 1 01 R W 1 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 29 二、需要输入的主要参数 1、 装置进料数据 表 7.1 进料数据 S o u r W a te r S t ri p p i n g A p p l ic a t i o n S t rea m ID Q W R W 1 R W 2 S V A P 1 S V
41、 A P 2 S W T e mp e ra t u re C 1 3 1 . 2 8 5 . 0 8 5 . 2 1 2 1 . 4 8 5 . 0 9 5 . 0 P re ss u re k P a 2 8 0 . 0 0 0 2 4 0 . 0 0 0 5 0 0 . 0 0 0 2 5 0 . 0 0 0 2 4 0 . 0 0 0 5 0 1 . 3 2 5 V a p o r F rac 0 . 0 0 0 0 . 0 0 0 0 . 0 0 0 1 . 0 0 0 1 . 0 0 0 0 . 0 0 1 M o l e F l o w k m o l / h r 2 7 4 3
42、 . 5 5 3 1 7 3 . 2 8 5 1 7 3 . 2 8 5 1 9 3 . 6 2 1 2 0 . 3 3 5 2 7 6 3 . 8 8 9 M a ss F l o w k g /h r 4 9 4 2 5 . 8 7 2 3 2 2 0 . 8 6 5 3 2 2 0 . 8 6 5 3 7 9 5 . 0 0 2 5 7 4 . 1 2 7 5 0 0 0 0 . 0 0 9 V o lu m e Fl o w c u m/ h r 5 5 . 9 3 1 3 . 6 0 0 3 . 6 0 1 2 5 4 0 . 5 6 6 2 5 2 . 3 0 8 7 6 . 9
43、5 1 E n th a l p y M M k c a l / h r -1 8 1 . 8 8 7 -1 0 . 6 2 8 -1 0 . 6 2 7 -9 . 2 7 2 -0 . 3 4 1 -1 8 4 . 2 4 9 M a ss F l o w k g /h r H 2 O 4 9 4 2 3 . 0 7 1 2 7 7 4 . 0 2 3 2 7 7 4 . 0 2 3 2 8 5 2 . 4 7 4 7 8 . 4 2 9 4 9 5 0 1 . 5 2 2 N H 3 2 . 4 9 9 2 1 1 . 3 1 5 2 1 1 . 3 1 5 2 6 0 . 8 1 1 4
44、 9 . 4 9 8 5 1 . 9 9 4 C O 2 t ra c e 2 . 3 4 8 2 . 3 4 8 4 . 8 5 7 2 . 5 0 8 2 . 5 0 9 H 2 S 0 . 3 0 2 2 3 3 . 1 7 9 2 3 3 . 1 7 9 6 7 6 . 8 6 1 4 4 3 . 6 9 2 4 4 3 . 9 8 5 M a ss F ra c H 2 O 1 . 0 0 0 0 . 8 6 1 0 . 8 6 1 0 . 7 5 2 0 . 1 3 7 0 . 9 9 0 N H 3 5 1 P P M 0 . 0 6 6 0 . 0 6 6 0 . 0 6 9
45、0 . 0 8 6 0 . 0 0 1 C O 2 t ra c e 7 2 9 P PM 7 2 9 P PM 0 . 0 0 1 0 . 0 0 4 5 0 P P M H 2 S 6 P P M 0 . 0 7 2 0 . 0 7 2 0 . 1 7 8 0 . 7 7 3 0 . 0 0 9 M o l e F l o w k m o l / h r H 2 O 2 7 4 3 . 3 9 7 1 5 3 . 9 8 2 1 5 3 . 9 8 2 1 5 8 . 3 3 6 4 . 3 5 3 2 7 4 7 . 7 5 2 N H 3 0 . 1 4 7 1 2 . 4 0 8 1
46、 2 . 4 0 8 1 5 . 3 1 4 2 . 9 0 6 3 . 0 5 3 C O 2 t ra c e 0 . 0 5 3 0 . 0 5 3 0 . 1 1 0 0 . 0 5 7 0 . 0 5 7 H 2 S 0 . 0 0 9 6 . 8 4 2 6 . 8 4 2 1 9 . 8 6 0 1 3 . 0 1 8 1 3 . 0 2 7 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 KPA 250 温度 35 全塔压降 kg/cm2 0.3 0.1 理论板数 15 进料板 3 初值 塔顶产品 3795kg/h 30 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 31 四、例题 2 文件名：SOUR-CX.APW 40 1101 50000 SW1 130 280 41950 QW 123 250 950 H2S T-101 SP1 40 1101 10000 SW2 40 1101 40000 SW3 E101 150 1003 40000SW4 127 262 7100 N
