21-ASPEN_再沸器冷凝器计算
ASPEN详细算例
《化工过程数学模型与计算机模拟》课程案例研究之一甲醇→ 二甲醚+ 水前言概念设计又称为“预设计”，在根据开发基础研究成果、文献的数据、现有类似的操作数据和工作经验，按照所开发的新技术工业化规模而作出的预设计，用以指导过程研究及提出对开发性的基础研究进一步的要求，所以它是实验研究和过程研究的指南，是开发研究过程中十分关键的一个步骤。
概念设计不同于工程设计，因而不能作为施工的依据，但是成功的概念设计不但可以节省大量的人力和物力，而且又可以加快新技术的开发速度，提高开发的水平和实用价值。
即使一个很普通的单一产品的生产过程，也可能有104～109个方案可供选择。
如何从技术、经济的角度把最有希望的方案设计出来，是作为强化研究开发工作的方向，这是一种系统化的分级决策过程，也正是概念设计的真谛。
概念设计是设计者综合开发初期收集的技术经济信息，通过分析研究之后。
对开发项目作出一种设想的方案，其主要内容包括：原料和成品的规格，生产规模的估计，工艺流程图机简要说明，物料衡算和热量衡算，主要设备的规模，型号和材质的要求，检测方法，主要技术和经济指标，投资和成本的估算，投资回收预测，三废治理的初步方案以及对中试研究的建议。
随着计算技术和计算机技术的发展,化工流程过程模拟软件也越来越成熟，计算机辅助设计也日趋广泛。
在进行概念设计时，采用流程系统模拟物料衡算和热量衡算，投资和成本估算等问题以及采用流程模拟软件进行整体优化业越来越普遍。
本文采用国际上最成功和最流行的过程模拟软件之一的ASPLEN PLUS作为辅助设计的主要工具。
与过程有关的物料和能量的衡算基本上有该软件给出，并从设计流程计算的收敛与否来检验该流程是否可行。
本文通过概念设计，其目标是寻找最佳工艺流程（即：选择过程单元以及这些单元之间的相互连接）和估算最佳设计条件。
采用分层次决策的方法和简捷设计能消去大量无效益的方案。
本文按照以下基本步骤进行设计计算：1. 间歇对连续；2. 流程图的输入输出结构；3. 流程图的循环结构；4. 分离系统的总体结构；a. 蒸气回收系统；b. 液体回收系统。
aspen换热器的模拟计算
态或换热负荷，模块计算达到指定换热要求所需的换热 面积。
使用模拟(simulation)选项时，需设定换热面积，模 块计算两股物流的出口状态。
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练习1：将5t常温常压下苯（44%wt）、甲苯混合液加热到露点, 采用3bar蒸汽 ，需要多少kg蒸汽？
（不一定什么都需要Aspen来干）
第 3 页 第三页，编辑于星期五：十点 三十二分。
1.2.2物流换热器（HeatX）
特点：实现流程中两物流换热，需知道结构，不建议用在过程模拟中
1）输入规定
从挡板(Baffles)表单中进行选择并输 入有关参数。
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圆缺挡板
圆缺挡板需输入以下参数： 所有壳程中的挡板总数 No. of baffles, all passes 挡板切割分率 Baffle cut (fraction of shell diameter) 管板到第一挡板的间距 Tubesheet to 1st baffle spacing 挡板间距 Baffle to baffle spacing 壳壁/挡板间隙 Shell-baffle clearance 管壁/挡板间隙 Tube-baffle clearance
Birmingham wire gauge
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列管排列模式
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管翅结构
对于翅片管，还需从管翅(Tube fins)表单中输入以下 参数：
aspen换热器的模拟计算..
第 21 页
第 22 页
演示4：采用2t 100C热水，将5t常温常压下苯（44%wt）、
甲苯混合液加热。
1）已知壳径500、管长6m，100（25*2）根管子，2管程，求 冷热出口温度。（55，72）
– 热侧走壳程
– 热虹吸再沸器、汽化率取12%，循环量6503/.12=54.191t/h – 进行设计（sizing）
例4-1.exe
第 35 页
再沸器设计（2）
第 36 页
再沸器设计（3）
第 37 页
再沸器设计（4）
核算：
– 直径500，174根，25×2000mm；1管程；26m2
例4-2.exe
规定冷流的加热或冷却曲线表和浏览结果表
替换这个模块的物性、模拟选项、诊断消息水平和报告选项的全局值。
浏览结果、质量和能量平衡、压降、速度和区域分析汇总。 浏览详细的壳程和管程的结果以及关于翅片管、折流挡板和管嘴的信息。
Detailed Results
Dynamic
规定动力学模拟的参数。
第 4 页
的物料进出接口，需从 Nozzle表单中输入以下参数： 输入壳程管嘴直径 Enter shell side nozzle diameters 进口管嘴直径 Inet nozzle diameter 出口管嘴直径 Outlet nozzle diameter 输入管程管嘴直径 Enter tube side nozzle diameters 进口管嘴直径 Inlet nozzle diameter 出口管嘴直径 Outlet nozzle diameter
Aspen换热器设计初步计算 精选文档
传热单元模型的分类 (2)
Heater 加热器模型
Heater 模型用于模拟以下单元， 改变单股物流的温度、压力和相态： 1. 加热器 2. 冷却器 3. 阀门（仅改变压力，不涉及阻力） 4. 泵（仅改变压力，不涉及功率） 5. 压缩机（仅改变压力，不涉及功率）
Heater 加热器模型（2）
Heater —— 连接
HeatX— 流动方向
1、逆流 Countercurrent
2、并流 Cocurrent
HeatX — 换热器设定
1. 热物流出口温度
共
(Hot stream outlet temperature) 2. 热物流出口温降
有
(Hot stream outlet temperature decrease)
Heater — 应用示例 (4)
流量为 100 kg/hr 、压力为 0.2 MPa 、温度为20 ℃的丙酮通 过一电加热器。当加热功率分别 为 2 kW 、5 kW 、10 kW 和 20 kW 时，求出口物流的状态。
Heater — 物性计算
利用Heater 模块可以很方便地计算混 合物在给定热力学状态下的各种物性数据， 如泡点、露点、饱和蒸汽压、密度、粘度、 热容、导热系数等等：只需将给定组成的 物流导入 Heater 模块，根据给定的热力学 状态设定 Heater 的模型参数，并在总 Setup 的Report Options 中设定相应的输出参数选 项即可。
Case Study—参数定义（2）
Case Study— 参数赋值
然后在规定(Specification )表单中 定义不同案例中调节变量的值：
? 使用案例序号 (Case number )下拉框中 的新建(new)选项增添新的案例；
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用壳程水蒸气冷凝温度潜热r c 黏度μc立式热虹吸式再沸器100℃2319.2kJ/kg0.283mPa*s 53℃310kJ/kgb管程釜液温度潜热r b 液相黏度μ汽相黏度μ液相比定压热容C pbv0.07mPa*s 3.44kJ/(kg*K)0.0088mPa*s 0.000226m 2*K/kg47℃2075530.94W38mm102.7532084614.5026232250mm 350mm0.24473.6216072kg/(m 2*s)110800蒸汽压曲线斜率(△t/△p)s 估算设备尺寸传热温差△t m 再沸器热流量Q 传热管规格(外径d 0)传热管数N T 壳径Ds进口管直径Di 出口管直径D 0传热系数校核显热段传热系数K L12传热管出口处汽化率x e 传热管内质量流速G显热段传热管内表面传热系数αi 蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003kg/s 冷凝液膜的Re 0963.2486704<2100管外冷凝表面传热系数α34蒸发段传热系数K E1污垢热阻及管壁热阻显热段传热系数 K L 传热管内釜液质量流速G h x e =0.24时 1/X tt x=0.4x e =0.096时 1/X tt沸腾侧Ri 0.000176821.310141W/(m 2*K)1.705037786kg/(m 2*h)1.096681074查图 3-29α0.411258594查图 3-29α0.21614.075571W/(m 2*K)2.2445306375097.37523E '234泡核沸腾压抑因数α泡核表面传热系数αnb以液体单独存在为基准的对流表面传热系数αi 对流沸腾因子F tp沸腾表面传热系数αv512传热面积裕度123循环系统的推动力1234循环阻力1沸腾传热系数KE1068.849683显热段LBC 和蒸发段LCD的长度显热段的长度LBC与传热管总长L的比值LBC/L显热段的长度LBC传热系数Kc实际需要传热面积Ac传热面积裕度H0.144578199m1060.89661241.625387680.419647001>30%循环流量校核x=xe/3=0.08时 Xttx=xe=0.24时 Xtt查表3-19根据焊接需要取l循环系统的推动力△pD2.9107545970.9118421241.0210199.61819Pa853.579805429.298644221458.633481473.62160720.01935044222.541743G=75.77945715v釜液在管程进口管内的质量流速G进口管长度与局部阻力当量长度Li管程进口管阻力△p1釜液在传热管内的质量流速G进口管内流体流动的摩擦系数λ传热管显热段阻力△p223汽相流动阻力△pV3的计算汽相在传热管内的质量流速Gv传热管内汽相流动的摩擦系数λ传热管内汽相流动阻力△pv3液相流动阻力△pL3的计算液相在传热管内的质量流速GL传热管内液相流动的摩擦系数λ传热管内液相流动阻力△pL3L0.018730423243.9942325397.842150.015710333389.01644034963.0115092.9442210651518.253088 45传热管内两相流动阻力△p3蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p4汽相流动阻力△pV5的计算管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l'管程出口管中汽相质量流动雷诺数Rev4157044.507管程出口管汽相流动阻力△pV556.66054278液相流动阻力△p L5的计算管程出口管中液相质量流速G L 管程出口管液相流动摩擦系数λ管程出口液相流动阻力△p L5管程出口管中两相流动阻力△p 5系统阻力△p f9894.044432Pa1.0308846161.01---1.05循环推动力与循环阻力的比值△p D /△p fL 330.97992450.01553897228.01315621931.604611热导率λc0.683W/(m*K)P密度ρc958.4kg/m3液相热导率λb0.1387W/(m*K)液相密度ρ3b435kg/m表面张力σb0.0045N/m汽相密度ρv30kg/m3蒸发质量流量Db10.056kg/s传热系数K800传热面积Ap55.20029096m2厚度δ3mm长度L 4.5m 管心距t47.5mm b11.5368973L/Ds=5 (4-6) 5.625循环流量Wt41.9kg/s雷诺数Re216512.7347普朗特数Pr 1.7361212306.073174W/(m2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M0.068151/(m*s) 6276.025772W/(m2*K)m2*K/W冷凝侧R00.00028m2*K/W管壁热阻RW00.9118421240.4 2.4315601282127.19757W/(m2*K)两相对流表面传热系数αtp4774.560116W/(m2*K)18200000.00005m2*K/W0.032128489蒸发段LCD长度 4.355421801两相流的液相分率RL0.346424302两相流的液相分率RL0.199074417kg/(m2*s)雷诺数Rei3048499.305m摩擦系数λi0.01486174Pakg/(m2*s)雷诺数Rei216512.7347Pa473.6216072kg/(m2*s)kg/(m2*s)雷诺数Rev275561.6624Pakg/(m2*s)雷诺数ReL1446698.727PaPakg/(m2*s)管程出口管中汽相质量流速Gv40.78699237m管程出口管汽相流动摩擦系数λv Pa 两相流平均密度ρtp两相流平均密度ρtp104.519976kg/(m2*s)0.01457359170.3018110.6251kg/(m2*s)PaPa 管程出口管中液相质量流动雷诺数ReL1654899.62。
Aspen 设备工艺计算
南 京 工 业 大 学 包 宗 宏
4.3.1 釜式反应器 例4-4．用釜式反应器合成乙酸乙酯。 正反应方程式: CH3CH2OH + CH3COOH → CH3CH2COOCH3 + H2O 5.95 107 8 r1 k1 Cethanol Cacid 1.9 10 exp( )Cethanol Cacid RT 逆反应方程式 : CH3CH2COOCH3 + H2O → CH3CH2OH + CH3COOH
化工计算与软件应用
第四章 设备工艺计算
1
化工流程设计、物料衡算、热量衡算完成之后，化工工艺 设计的另一重要工作是进行设备的工艺计算、选型与核算， 为车间布置设计、施工图设计及非工艺设计项目提供依据。 设备的工艺计算、选型与核算知识与方法在多门化工专业 基础课程中都有介绍，这些基础知识将有助于人们更好地使 用ASPEN PLUS 软件进行化工设备的工艺计算。
4.3.1 釜式反应器 解：
南 京 工 业 大 学 包 宗 宏
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4.3.2 管式反应器 管式反应器的特点是传热面积大，传热系数较高，反应可以 连续化，流体流动快，物料停留时间短，可以控制一定的温度 梯度和浓度梯度。根据不同的化学反应，可以有直径和长度千 差万别的型式。此外，由于管式反应器直径较小(相对于反应 釜)因而能耐高温、高压。由于管式反应器结构简单，产品稳 定，它的应用范围越来越广。 管式反应器可以用于连续生产，也可以用于间歇操作，反应 南 京 物不返混，管长和管径是反应器的主要指标，反应时间是管长 工 业 的函数，管径决定于物料的流量，反应物浓度在管长轴线上， 大 浓度梯度分布，不随时间变化。 学
4.3 反应器 对于存在化学反应的化工过程，反应器是整个化工工艺流程 的核心，是化工装置的关键设备，反应物在反应器内通过化学 反应转化为目标产物。由于化学反应种类繁多、机理各异，反 应器的类型和结构也差异很大。反应器操作性能的优良与否， 与设计过程息息相关。 反应工程课程对反应器的基础理论、设计方程等均进行了详 细地介绍。这些基础理论不仅是手工设计反应器的依据，也是 南 京 编制各种模拟软件的依据。由于涉及反应器的各种设计方程异 工 业 常繁复，手工计算往往令人望而却步，或是采用简化方法进行。 大 学 现在各种模拟软件的普及，为反应器的严格设计计算提供了条 包 件。
化工原理 再沸器计算(最终)
再沸器的选用 壳程 水蒸气立式热虹吸式再沸器100 冷凝温度潜热r℃ 2319.2 kJ /kgc黏度 μ0.283 mPa*s c管程 釜液温度 潜热r53℃310 kJ /kg b液相黏度 μ 0.07 mPa*s b液相比定压热容C 3.44 kJ /(kg*K) 0.0088 mPa*s0.000226 m 2*K/kgpb汽相黏度μvs估算设备尺寸传热温差△t 47℃m 再沸器热流量Q 2075530.94 W38 m m传热管规格(外径d ) 0110800T显热段传热系数K 传热管出口处汽化率x 0.24L e1 传热管内质量流速G473.6216072 kg/(m 2*s)显热段传热管内表面传热系数 α i2蒸汽冷凝的质量流量Dc 0.894934003 kg/s 963.2486704 <2100 冷凝液膜的Re 0 管外冷凝表面传热系数 α3 污垢热阻及管壁热阻 沸腾侧Ri 0.0001764蒸发段传热系数K1显热段传热系数 K 821.310141 W/(m 2*K)LE传热管内釜液质量流速G 1.705037786 kg/(m 2*h) 1.096681074 查图 3-29α h1/XeE x=0.4x =0.096时 1/X 0.411258594 查图 3-29α ' 0.2e t t 2 泡核沸腾压抑因数α 泡核表面传热系数α1614.075571 W /(m 2*K) nb3 4以液体单独存在为基准的对流表面传热系数α i 对流沸腾因子F 2.244530637 5097.37523tp沸腾表面传热系数α v5 沸腾传热系数K 1068.849683E显热段L 和蒸发段L 的长度 B C C D1 2显热段的长度L 与传热管总长L 的比值L /L B C B C 显热段的长度L0.144578199 m BC 传热面积裕度1 2 3传热系数Kc实际需要传热面积Ac 传热面积裕度H1060.896612 41.625387680.419647001 >30%循环流量校核循环系统的推动力12.910754597e2 0.9118421241.02 e3 查表3-19根据焊接需要取l4循环系统的推动力△p 10199.61819 Pa D 循环阻力1釜液在管程进口管内的质量流速G 进口管长度与局部阻力当量长度Li 853.579805429.29864422 1458.633481 管程进口管阻力△p 1 23釜液在传热管内的质量流速G 进口管内流体流动的摩擦系数λ 473.6216072 0.019350442 22.541743传热管显热段阻力△p 2汽相流动阻力△p 的计算 G =75.779457150.018730423 243.9942325 V3 汽相在传热管内的质量流速G v 传热管内汽相流动的摩擦系数λ v传热管内汽相流动阻力△p v3 液相流动阻力△p 的计算 L3 液相在传热管内的质量流速G 397.84215 0.015710333 389.01644034963.011509 L 传热管内液相流动的摩擦系数λ L传热管内液相流动阻力△p L3传热管内两相流动阻力△p 34 5蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M 2.944221065 蒸发段程管内因动量变化引起的阻力△p 1518.253088 4 汽相流动阻力△p 的计算 V5管程出口管中汽液相总质量流速G435.4999007 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和l '管程出口管中汽相质量流动雷诺数Re4157044.507 56.66054278v管程出口管汽相流动阻力△p V5液相流动阻力△p 的计算L5管程出口管中液相质量流速G 330.9799245 0.01553897 228.01315621931.604611L管程出口管液相流动摩擦系数λL管程出口液相流动阻力△pL5管程出口管中两相流动阻力△p5系统阻力△p9894.044432 Paf循环推动力与循环阻力的比值△p /△p 1.030884616 1.01---1.05Df热导率λ 0.683 W/(m*K) 958.4 kg/m 3 P 1820000c密度ρc液相热导率λ 0.1387 W/(m*K)435 kg/m 3 b液相密度ρ b 表面张力σ 0.0045 N/m30 kg/m 3 b 汽相密度ρv蒸发质量流量D 10.056 kg/sb 传热系数K 800传热面积A 55.20029096 m 2p 厚度δ 3 m m 47.5 m m 5.625长度L 4.5 m11.5368973管心距tbL/Ds=5 (4-6)循环流量Wt 雷诺数Re41.9 kg/s216512.7347 普朗特数Pr 1.7361212306.073174 W /(m 2*K)传热管外单位润湿周边上凝液质量流量M 0.06815 1/(m*s)6276.025772 W /(m 2*K) m 2*K/W冷凝侧R 0.00028 m 2*K/W 管壁热阻R 0.00005 m 2*K/WW0 0.911842124 0.4 2.4315601282127.19757 W/(m 2*K) 两相对流表面传热系数α tp4774.560116 W /(m 2*K)0.032128489蒸发段L 长度 4.355421801C D两相流的液相分率R0.346424302 0.199074417两相流平均密度ρ 两相流平均密度ρ170.3018 110.6251Ltp tp两相流的液相分率RLkg/(m 2*s) 雷诺数Re3048499.305 im 摩擦系数λ i 0.01486174 Pa kg/(m 2*s) 雷诺数Re216512.7347275561.6624iPa473.6216072 kg/(m *s)2 kg/(m 2*s) 雷诺数RevPa kg/(m 2*s) Pa雷诺数Re1446698.727LPa管程出口管中汽相质量流速Gv 104.519976 0.01457359kg/(m 2*s)kg/(m 2*s) 40.78699237 m管程出口管汽相流动摩擦系数λ vPakg/(m2*s)管程出口管中液相质量流动雷诺数Re1654899.62LPaPa。
Aspen简捷法精馏塔设计计算解析
第 9页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
SCFrac (简捷法多塔蒸馏)
对每个塔段必需规定产品压力和基于进料流率
的产品流率或分率，对所有产品，除馏出物外 必须规定蒸汽与产品的比值。
计算中由于进行蒸汽计算，所以水必须被定义
为一个组分。所以水都与塔顶产品一起离开。
该模型不能处理固体，游离水计算可在冷凝器
5 简捷法精馏塔设计计算
1
第 1页
5 塔Columns模块
塔设备是化工生产中应用最为广泛的操作设备 之一，通常在其中进行蒸馏（精馏）、吸收和 萃取单元操作。吸收和蒸馏实际都是气液相平 衡的单元操作，只是蒸馏过程的热量平衡相对 更为复杂。
对塔设备可分为三大类：简捷法计算的蒸馏塔 、严格法计算的蒸馏塔和液-液萃取塔三类。
第 6页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
Distl（简捷法精馏核算）
Distl模型可以模拟一个带有一股进料和两种 产品的多级多组分的蒸馏塔，塔可带有分凝 器或全凝器。模型假定恒摩尔流和恒相对挥 发度。用Edimister法进行产品组成。
第 7页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
中完成。
第10页
5 塔Columns模块---简捷蒸馏模块
SCFrac (简捷法多塔蒸馏)
SCFrac估算：
产品组成和流率
每一段的级数
每一段的热或冷负荷
该模型不能处理固体，游离水计算可在冷凝器 中完成。
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例5-1 简捷法精馏设计计算
• 利用精馏方法对附表中进料流 股进行分离，其压强为445830 Pa， 处于饱和液体状态。规定 该分离操作的轻、重关键组分 分别为N-Butane和I-Pentane， 塔顶产品中轻、重关键组分的 回收率（recovery）分别为0.99 08和0.0112，并规定操作采用 回流比为最小回流比的1.8倍。 体系热力学性质计算采用“SR K”模型方程。 试确定：该条件下的最小回流 比、理论板数、最小理论板数 及适宜的进料位置。 组分 Propane I-Butane N-Butane I-Pentane 流量 / kmol/s 0.0006 0.0013 0.0038 0.0025