完整word版PROII塔设计实例.docx
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完整word版PROII塔设计实例
塔设计实
Prob-20蒸馏塔设计算例
（1）
1、工艺条件
有一泡点物料，F=100kgmol/hr；物料组分和组成如下：
进料组分和组成
组分C2H6C3H8C4H10C5H12
组成（mol%）179128
2、设计要求
试设计蒸馏塔，将C3和C4分离；塔顶物料要求butane浓度小于0.1％，
塔釜物料要求propane浓度小于0.1％；
试确定该物料的进塔压力；塔的操作压力，理论板数，进料位置，回流比，
冷凝器及再沸器热负荷；
公用工程条件：
冷却水30℃，蒸气4kg/cm2（温度143℃）；
冷凝器设计要求热物料入口温度与水进口温之差大于10℃，水的允许温升
为10℃；再沸器冷物料入口温度与蒸气进口温差大于15℃。
塔的回流比取最小回流比的1.2倍。
模拟计算采用SRK方程；
3、塔简化法提示
简化法塔的操作压力无填写对话框，故进料的压力即默认为操作压力。
4、简化计算说明
（1）须根据公用工程条件确定操作压力，即塔顶冷凝器须采用冷却水冷却，故
塔顶上升气相温度应不低于40℃；塔釜再沸器采用蒸气加热，进再沸器
物料温度不得高于128℃。
操作压力可以采用简化法试算，即先假设一操
作压力，若温度未满足要求则调整压力，直至温度要求满足为止。
（2）采用简化法，求理论塔板数和回流比
先假设操作压力8kg/cm2,简化法计算如下图及表所示：
计算结果表明塔顶、塔釜温度分别为16℃和80.4℃，均不满足要求，故
-----------------------Page2-----------------------
须提高塔的操作压力。
S2
SCD1
S1
S3
StreamNameS1S2S3
StreamDescription
PhaseLiquidLiquidLiquid
TemperatureC23.57016.02180.430
PressureKG/CM28.0008.0008.000
FlowrateKG-MOL/HR100.00080.06019.940
Composition
ETHANE0.0100.0120.000
PROPANE0.7900.9870.001
BUTANE0.1200.0010.598
PENTANE0.0800.0000.401
（3）再假设操作压力16kg/cm2，进行简化计算，结果如下表：
StreamNameS1S2S3
StreamDescription
PhaseLiquidLiquidLiquid
TemperatureC53.64344.246114.992
PressureKG/CM216.00016.00016.000
FlowrateKG-MOL/HR100.00080.06019.940
Composition
ETHANE0.0100.0120.000
PROPANE0.7900.9870.001
BUTANE0.1200.0010.598
PENTANE0.0800.0000.401
简化计算结果塔顶、塔釜温度分别为44.2℃和115℃，均满足要求，故设
定压力合适。
简化计算的详细结果如下：
MINIMUMREFLUXRATIO1.07745
FEEDCONDITIONQ1.00000
FENSKEMINIMUMTRAYS16.76383
OPERATINGREFLUXRATIO1.20*R-MINIMUM
-----------------------Page3-----------------------
TOTALFEEDR/R-MINM/M-MINREFLUXDUTY,M*KCAL/HR
TRAYSTRAYRATIOCONDENSERREBOILER
-------------------------------------------------
42141.1002.4761.185-5.246E-015.560E-01
39131.1502.3491.239-5.375E-015.689E-01
38131.2002.2461.293-5.505E-015.819E-01
36121.2502.1561.347-5.634E-015.948E-01
35121.3002.0761.401-5.763E-016.077E-01
简化法计算给出围绕规定的操作回流比和最小回流比的倍数（本例1.2）共5个
工况的计算结果，供用户选择。
可取操作压力16kg/cm2，理论板38块，进料位
置13块，回流比1.293，作为严格计算的条件。
（4）塔的操作压力计算机自动确定方法
方法1：
应用反馈控制求取
采用反馈控制功能计算塔的操作压力。
此时控制目标可设为塔顶的操作温度，如
42℃，由于简化法模块不支持塔压作为控制变量，故控制变量须设为进料的压力。
计算结果如下：
StreamNameS1S2S3
StreamDescription
PhaseLiquidLiquidLiquid
TemperatureC51.19741.967112.192
PressureKG/CM215.19915.19915.199
FlowrateKG-MOL/HR100.00080.06019.940
Composition
ETHANE0.0100.0120.000
PROPANE0.7900.9870.001
BUTANE0.1200.0010.598
PENTANE0.0800.0000.401
可以看出，当塔压为15.2kg/cm2时，塔顶、塔釜温度均符合设计要求。
方法2：
应用灵敏度分析求取
采用casestudy模块，做不同进料压力下的简化法计算，结果如下：
CYCLEPRESTEMP1TEMP2
NUMBERKG/CM2CC
------------------------------------------
Base8.000016.020880.4295
18.000016.020880.4295
29.000020.451985.8435
310.000024.535390.8374
-----------------------Page4-----------------------
411.000028.330495.4803
512.000031.881799.8281
613.000035.2239103.9227
714.000038.3846107.7977
815.000041.3860111.4800
916.000044.2462114.9918
1017.000046.9803118.3516
可以看出，塔压为15kg/cm2以上时，塔顶、塔釜的温度均符合设计要求，
可从中选取适当者。
5、严格法计算
（1）计算条件
严格法条件和简化法略有不同，兹简述如下：
塔顶压力设为16kg/cm2，冷凝器压力15.8kg/cm2,全塔压降0.2kg/cm2;
进料压力设为16.5kg/cm2；
设计规定1：
回流比1.293;
设计规定2：
塔顶采出量80kgmol/hr;
其余参数采用简化法计算结果。
（2）计算结果
STREAMIDS1S2S3
PHASELIQUIDLIQUIDLIQUID
FLUIDMOLARFRACTIONS
1ETHANE1.0000E-020.01252.4704E-14
2PROPANE0.79000.98673.1377E-03
3BUTANE0.12007.8392E-040.5969
4PENTANE0.08001.7163E-070.4000
TOTALRATE,KG-MOL/HR100.000080.000020.0000
TEMPERATURE,C55.128243.6750115.4374
PRESSURE,KG/CM216.500015.800016.2000
分析计算结果，塔顶物料中butane的浓度为0.00078，超出分离要求；塔釜物
料中propane浓度为0.0031，尚未达要求，故须进一步调整操作条件，使之达
到设计要求。
调整方法1：
人工调整，由于塔顶物料中butane浓度超出分离要求，故可适当
-----------------------Page5-----------------------
增加塔顶采出量，设调整为80.07kgmol/hr，则各物料组成如下：
STREAMIDS1S2S3
NAME
PHASELIQUIDLIQUIDLIQUID
FLUIDMOLARFRACTIONS
1ETHANE1.0000E-020.01254.6558E-16
2PROPANE0.79000.98667.8067E-06
3BUTANE0.12008.7565E-040.5986
4PENTANE0.08001.8125E-070.4014
TOTALRATE,KG-MOL/HR100.000080.070019.9300
TEMPERATURE,C55.128243.6794115.7705
PRESSURE,KG/CM216.500015.800016.2000
此时，塔顶、塔釜分离要求均达到，操作压力、温度均符合规定工艺条件。
计算
符合要求。
调整方法2：
改变塔计算的工艺规定设置，设定塔顶、塔釜的分离要求均为0.001。
计算结果如下：
STREAMIDS1S2S3
NAME
PHASELIQUIDLIQUIDLIQUID
FLUIDMOLARFRACTIONS
1ETHANE1.0000E-020.01251.2051E-14
2PROPANE0.79000.98651.0000E-03
3BUTANE0.12001.0002E-030.5978
4PENTANE0.08002.2914E-070.4012
TOTALRATE,KG-MOL/HR100.000080.060219.9398
TEMPERATURE,C55.128243.6840115.6753
PRESSURE,KG/CM216.500015.800016.2000
--------REFLUXRATIOS--------
MOLARWEIGHTSTDLVOL
---------------------------
REFLUX/FEEDSTREAMS10.98700.90560.9466
REFLUX/LIQUIDDISTILLATE1.23291.23291.2329
由于规定了塔顶、塔釜的分离要求，从计算结果可以看出塔顶butane和塔釜
-----------------------Page6-----------------------
propane的浓度均达到0.001。
而回流比只有1.2329，比简化法计算所得的1.293
略小。
6、进料位置分析
塔的工艺条件全面满足后，还须分析进料位置是否恰当，是否是最佳进料位置。
在蒸馏塔设计中进料板位置分析十分重要，绝对不能忽视。
可以采用优化器或其
它多种方法来确定最佳进料板位置；其中灵敏度分析是较准确、可靠的方法。
方法1：
灵敏度分析法
原进料板设定：
13板；
灵敏度分析：
进料板从10～27板变化，每一板均作计算；
灵敏度分析目标参数：
由于设定了塔的顶、底分离要求作为工艺规定，则回流比
最小时的进料板即为最佳进料位置。
下表给出了随进料板位置变化，塔的回流比、冷凝器和再沸器热负荷的变化。
可
以看出，21块板进料时，这三个参数均最小。
也即21板为最佳进料板位置。
FEEDREFLUXCondenserReboiler
TrayRatioDutyDuty
M*KCAL/HRM*KCAL/HR
------------------------------------------
101.5959-0.65700.6816
111.4325-0.61570.6403
121.3175-0.58650.6112
131.2331-0.56520.5898
141.1691-0.54900.5736
151.1193-0.53640.5610
161.0798-0.52640.5510
171.0480-0.51830.5429
181.0227-0.51190.5365
191.0027-0.50690.5315
200.9883-0.50320.5279
210.9807-0.50130.5259
220.9832-0.50190.5266
231.0023-0.50680.5314
241.0501-0.51880.5435
251.1449-0.54280.5675
261.3311-0.59000.6146
271.6706-0.67590.7006
-----------------------Page7-----------------------
方法2：
优化器
优化器参数设定如下：
目标函数为回流比最小，优化变量为进料板位置，起始进料板位置为13块。
计
算结果如下：
BESTOBJECTIVEFUNCTION=9.79614E-01ATCYCLENUMBER4
***FRACTIONALRELATIVECHANGEINOBJECTIVEISLESSTHAN5.0000E-03***
VARY---------VARIABLE----------
INDEXINITIALVALUEOPTIMUMVALUE
-------------------------------
11.30000E+012.12468E+01
OPTIMIZERHISTORY
----VALUES----
CYCLE123BEST-4
------------------------------------------------------
VARY11.3000E+011.6600E+012.1640E+012.1247E+01
OBJECTIVE1.2329E+001.0657E+009.8153E-019.7961E-01
优化器迭代4次即得到最优解，计算的最佳进料板位置为21.24块，和灵敏度分
析得到的结果一致。
板数出现小数是由于计算机迭代自动选取步长的缘故，如规
定步长为整数，则不会出现这一问题。
但在许多情况下，优化器计算并不能得到真正的最佳进料板位置，非常可能得到
的是次优解或非最优解。
故采用优化器计算时决不能掉以轻心，轻易相信所得的
计算结果，必须仔细进行分析，确认得到的是真正最优解。
7、简化法与严格法比较
从上述两种方法的计算结果可以看出以下问题：
（1）进料板位置两种方法存在较大差异
简化法求出进料板位置为13板；
严格法通过灵敏度分析求得最佳进料板位置为21板；
（2）回流比及热负荷的不同
简化法与严格法计算所得回流比和热负荷均存在一定差别，若进行进料板
-----------------------Page8-----------------------
位置优化后，可以获得较大的节能效果。
如下表所示：
工况简化法严格法严格法节能幅度**
（13板进料）（13板进料）（21板进料）（％）
回流比（mol）1.2931.2330.98－
冷凝器热负荷-0.5505-0.5652-0.501311.3
（Mkcal/hr）
再沸器热负荷0.58190.58980.525910.83
（Mkcal/hr）
**指与严格法进料位置未优化时相比
从上表数据可知，进料位置的优化相当重要，可使能耗较大幅度的下降，本
例中冷凝器和再沸器的热负荷均下降了10％以上。
（3）计算准确性之异同
从计算准确性来说，严格法可以准确的预测塔顶、塔釜的物料组成；进料位
置和回流比。
这是简化法所无法做到的。
8、结论
（1）简化法所得的理论板数和回流比可以作为严格法的一个很好的初值，在
此基础上采用严格法再作深入的计算和分析，最终得到准确的蒸馏塔工
艺设计数据。
（2）蒸馏塔的计算必须采用严格法，才能得到准确、可靠的结果。
9、其它节能措施－进料状态的优化
假设存在90℃的热水可以无偿使用，试问该蒸馏塔应如何节能。
（文件
column-2）.
已知条件：
冷却水0.60元/吨，蒸气90元/吨。
蒸气汽化潜热510kcal/kg，
冷却水温升8℃。
-----------------------Page9-----------------------
作进料板21块时的灵敏度分析，计算结果如下（未考虑进料状态不同时，
最佳进料板的不同）：
CYCLEREFLUXTEMPCondenserReboilerLIQUID
NUMBERMOLECM*KCAL/HRM*KCAL/HRFrac
------------------------------------------------------------------
Base0.980255.1300-0.50120.52570.9998
10.980255.1300-0.50120.52570.9998
21.016156.7420-0.51020.47150.8128
31.054358.3540-0.51990.42630.6538
41.093959.9660-0.52990.38980.5219
51.134461.5780-0.54020.36000.4116
61.175663.1900-0.55060.33570.3183
71.217964.8020-0.56130.31560.2381
81.260966.4140-0.57220.29870.1680
91.304068.0260-0.58310.28440.1061
101.348369.6380-0.59430.27230.0505
111.393071.2500-0.60560.26183.68124E-05
121.400272.8620-0.60750.25950.0000
冷却水量采用公式Q=F（T2-T1）Cp
蒸气量计算公式F=Q/H
得到基本工况和露点工况（第11号计算结果）的能耗和费用数据如下表：
进料温度冷凝器负荷水量/费用再沸器负荷蒸气量/费用总计费用
（Mkcal/h）（吨/,元/时）（Mkcal/h）（吨/,元/时）（元/时）
55.13－0.501262.65/37.590.52571.03/92.70130.29
71.25－0.605675.70/45.420.26180.513/46.1791.59
结论：
当存在废热可以应用时，可以将进料加热至露点再进塔，此时操作费用可从
原来泡点进料的130.29元/时减少到91.59元/时。
节能幅度达到：
（130.29－91.59）/130.29＝29.7%
可见节能效果相当明显。
-----------------------Page10-----------------------
10、计算器的应用
采用计算器可以十分方便的计算出操作费用，而无须人工手算。
这在大量重
复计算的场合尤其方便。
（1）有关工艺参数的提取
冷凝器和再沸器的热负荷是需要提取的参数，可在计算器的P数组中定义，
如下图所示：
热负荷提取出来之后便可计算出冷却水和蒸气的用量。
（2）结果数组名称输入
输出的结果可以任意定义，设需输出冷却水费用、蒸气费用和总费用三个
参数。
则需在计算器的R数组中定义：
-----------------------Page11-----------------------
（3）Fortran程序
为得到所需的三个参数，需在计算器中编写下列程序：
（4）工况研究和计算器联合应用时的参数输出
计算器的结果可在工况研究中定义和输出，如下图所示：
-----------------------Page12-----------------------
（5）计算器结果
CYCLEFEEDTWATERCOSTSTEAMCOSTTOTALCOST
C元/时元/时元/时
------------------------------------------------------
Base55.130037.586992.7680130.3549
155.130037.586992.7680130.3549
256.742038.255683.1966121.4522
358.354038.987975.2248114.2126
459.966039.746468.7814108.5277
561.578040.515163.5392104.0543
663.190041.299559.2434100.5429
764.802042.098655.691997.7905
866.414042.912052.720195.6320
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