ProII-塔设计例题说明
使用PROII模拟精馏塔设计流程--图文
脱轻塔模拟shortcut
运行结果
可以看出最小回流比为5.58，最小理论板数75
因为利旧塔板数为106，塔板效率按70%算，操作塔板数为74.2,塔板数不满足，更改分离要求，塔顶正己烷含量提高至6%。
运行结果如图
由图可知，综合考虑塔板数和回流比，选择理论板数74，进料位置22.49，回流比选择最小回流比的两倍8.84。
塔顶关键组分3MP塔底关键组分HEXANE 计算两纯组分在0.04MPag下的泡点（露点温度）分别为74和79℃，又两者在45摄氏度下均为液体，说明塔顶压力设置在0.04MPag是可行的。
塔板压降和塔顶压力主要看塔顶和塔顶的温度。
通过不断更改塔顶压力和塔板压降达到所需温度。
塔底再沸器设计因为塔底气相返回设置为20%，塔底物流经过再沸器的温度变化不大，故再沸器设计时选用固定再沸器热负荷的模式。
ProII化工模拟软件教程
炼油和气体工艺的应用（续）
润滑油和溶剂油沥青系统：SRK/P、SRKM。 天然气系统
SRK/PR/BWRS 对于大部分烃和水烃系。 SRKKD 对于水烃高压系统，不包含极性组分。
SRKM/PRM包含水和其它极性组分，严格两相。
SRKP/PRP包含水和其它极性组分，严格两相。
软件使用介绍
如何打开，运行以有的模拟流程文件？
直接打开，*.prz，prl文件 导入*.inp文件
新建流程模拟
七步法流程模拟 通过Inp文件建立模拟流程
察看及生成结果报告
七步法流程模拟
画流程图
定义组分
选择方法
定义物流
定义单元操作
运行模拟
察看结果
实例一、天然气分离
问题描述：天然气中除了主要的甲烷之外， 还有一些低碳的烃类，这些低碳组分可以通 过压缩闪蒸的方法分离出来。下面我们将进 行这个流程的模拟。 具体问题，参见培训教程P44，P54、P89 页。
输入和输出
键盘输入
PRO/II支持导入INP文件 如何看懂INP文件？
热力学数据:用什么样的热力学方法?其中的一 些物性方法是否需改变?是否需加辅助选项?是 否对所有的单元都适用?
物流数据:输入物流组分与组分是否一致?输入 数据单位与一般数据定义的单位是否一致?
单元操作数据输入
塔输入
塔模型的选取：COLUMN、SHORTCUT。 塔板数:理论板,板效率的估计。
热力学方法选取
热力学方法选取原则
与实际吻合的热力学方法 最简单、最适用的热力学方法 考虑体系主体，而不应重点考虑微量组分
炼油和气体工艺的应用
稳态流程模拟软件PROII
选择热力学方法的重要性
丙烷/丙烯分割精馏塔计算 热力学方法 冷凝器热负荷回流/进料
Peng-Robinson -59.6 13.1
Grayson-Streed -37.3
8.2
质量平衡 K值计算
热量平衡 H焓计算
熵,密度
传递性质
传递性质
粘度,表面张力,导 热系数,液相扩散 系数 塔径计算,管路压 降计算等 专门要 求的模 块.
帮助
在线帮助(Help菜单,按钮) 技术参考手册
输出报告
借助于剪贴板输出 PFD. 转入电子表格. 物料平衡表. 文字输出报告.
用户随意定制
绘图程序和文本编辑器 单位制 流股性质表 图形效果 热力学和原油分析特性
总结
使用方便 - Easy to use 功能齐全 - Powerful 适用性强 - Customizable or Compatible
利用前馈(Calculator)/反馈(Controller) 控 制器
设计规定 (实例 )
1
FEE D
C3, iC4, nC4, iC5, nC5, nC6
2 3 4 5 6 7 8 9
T -1
OVE RHEAD
Contains 90 % iC4, nC4, iC5, nC5, in FEED
LIQ DRAW
有
WILSON 不适用
没有
UNIFAC 适用 由结构估算其非理想性
其他方法见技术手册
应用指南 :化学体系 (状态方程法 )
SRKS,SRKM & PRM: 极性混合物 SRK-Hexamer: 含有氢氟酸(HF)的物系 高压体系 取决于二元交互作用参数 数据库中内装有一些二元交互作用参数
PROII再沸器设计
PRO/Ⅱ中热虹吸再沸器的设计一、 前言再沸器是在化工设计中经常碰到的一种换热器，它用于分馏塔底，使塔底物料汽化后返回塔内，以提供分馏所需要的热源。
再沸器的热负荷根据分馏塔的要求而定。
化工装置中最常见的是立式热虹吸再沸器，由于塔釜物料在再沸器中加热汽化，汽液混合物的比重显著减小，使再沸器的入口和出口产生静压差，因而不必用泵就可以不断地循环，塔底流体不断地被虹吸入再沸器，加热汽化后再返回塔内。
图一为一典型立式热虹吸再沸器。
在化工设计中，再沸器的设计与普通换热器的设计有些不同，除了象普通换热器一样要计算换热面积、传热系数、平均温差等设计数据外，还要考虑到在设计再沸器时，为保证再沸器操作时的正常循环，还要进行压力平衡计算，最主要的参数就是塔釜液位和再沸器之间的标高差，它是热虹吸再沸器循环的推动力。
塔釜液位和再沸器之间的标高差的大小影响到再沸器循环量（汽化率）的大小，它是热虹吸再沸器设计的重要参数。
二、PRO/II 中热虹吸再沸器的设计PRO/Ⅱ是SIMSCI 公司开发的化工过程模拟软件，已经被世界一些著名的化学公司所采用，其计算模型已成为国际标准，有2000多个纯组分数据库、用于3000条VLE 二元作用的在线二元参数及专业数据包，近40个单元模块，使用严格的最新计算方法，模拟范围广泛，功能齐全，尤其适合大型工业装置，可用于评价已有装置的优化操作或新建、改建装置的优化设计〔1〕。
本文所采用的是PRO/Ⅱ最新的6.0版本。
PRO/Ⅱ软件提供了严格换热器的单元计果利用严格换热器计算模块进行计算，由于程的循环量（即塔釜至再沸器的循环量），无法进行。
而如果在进行严格换热器计算的力平衡计算，那么再沸器的计算也就迎刃而解我们知道，热虹吸再沸器设计中压力平衡它决定了再沸器的安装尺寸，设计时应使压流量的要求。
主要的可变因素是入口的管径位置。
塔釜至再沸器的循环液经部降计算非常繁琐，主要变量为再沸器进出口压力降主要包括以下几个部分：（1）、ΔP1（2）、再沸器出口管线的摩擦损失（3）损失。
第四章塔径泛点气速空塔气速填料高度压降等计算
第四章 填料精馏塔的工艺计算4.1 低压塔塔径、泛点气速、空塔气速、填料高度及压降计算由第一章PROII 模拟出的说明书可以得到数据表4.1塔顶蒸汽量G 2 塔中蒸汽量G 14 塔中蒸汽量G 15 塔底蒸汽量G 27 4368Kg/HR 4383Kg/HR 4445Kg/HR 4886Kg/HR 塔顶液体量L 1 塔中液体量L 13 塔中液体量L 14 塔底液体量L 26 3140Kg/HR 3155Kg/HR 7784Kg/HR 8224Kg/HR 汽相密度ρG2 汽相密度ρG14汽相密度ρG15汽相密度ρG272.874369Kg/m 33.03973Kg/m 33.06215Kg/m 33.34082Kg/m 3液相密度ρL1 液想密度ρL13液相密度ρL14液相密度ρL26816.676Kg/m 3 796.028Kg/m 3793.248Kg/m 3777.496Kg/m 3汽相粘度μG2 汽相粘度μG14汽相粘度μG15汽相粘度μG278.9907E-06Pa ·s 9.1563E-06Pa ·s9.1528E-06Pa ·s9.0660E-06Pa ·s液相粘度μL1液想粘度μL13液相粘度μL14液相粘度μL263.1054E-04Pa ·s 2.6658E-04Pa ·s 2.6165E-04Pa ·s 2.2445E-04Pa ·s根据表4.1求平均值可得下表4.2表4.2低压塔精馏段 提馏段 液体量L Kg/HR 3147.5 8004 液相密度ρ Kg/m 3 806.352 785.372 液相粘度μ Pa ·s 2.8856 E-04 2.4305 E-04 蒸汽量G Kg/HR 4375.5 4665.5 汽相密度ρ Kg/m 3 2.9570453.2014854.1.1 塔经的计算L G GL FP ρρ=式中：L ——塔内液相流率，Kg/h ； G ——塔内气相流率，Kg/h ； ρG ——塔内气相密度，Kg/m 3； ρL ——塔内液体密度，Kg/m 3。
PROII 使用手册
6. 应用实例..................................................................................................................................17 6.1 例题 1.天然气加工中深冷分离装置的模拟计算 ........................................................17 6.2 例题 2.产生和定制流股性质表....................................................................................24
烷基化装置中分馏塔的模拟计算与分析
2.1 异丁烷塔釜IC4质量分数的变化对产品质量的影响异丁烷塔釜IC4质量分数的变化对于异辛烷产品并无影响，但对于正丁烷产品则有很大的影响。
正丁烷塔顶NC4质量分数随异丁烷塔釜IC4质量分数的变化如图1。
图1 正丁烷塔顶NC4质量分数随异丁烷塔釜IC4质量分数的变化由图1可以看出，当异丁烷塔釜IC4质量分数<0.075时，随着异丁烷塔釜IC4质量分数的增加，正丁烷塔顶NC4质量分数也增大；当异丁烷塔釜IC4质量分数≥0.075时，随着异丁烷塔釜IC4质量分数的增加，正丁烷塔顶NC质量分数却减小。
这是因为，当异丁烷塔釜IC4质量分数较小时，有一部分NC4会从异丁烷塔顶出去，随着异丁烷塔釜中IC4质量分数的增加，异丁烷塔釜中IC4和NC4的量会增大，且塔釜中NC的量比IC4的量增加更快，从而使正丁烷塔顶的NC质量分数增大；但是当异丁烷塔釜中IC4质量分数继续增大时，塔釜中IC4的量比NC4的量增加更快，从而会使得大量的IC4出现在正丁烷塔顶，正丁烷塔顶产品中NC4的质量分数下降。
由以上分析可以得到，为了保证正丁烷塔顶正丁烷质量分数≥98%，异丁烷塔釜的异丁烷质量分数必须≤0.16%。
2.2 异丁烷塔顶IC4质量分数对异丁烷塔和正丁烷塔热负荷及流量的影响异丁烷塔热负荷随异丁烷塔顶IC4质量分数的变化如图2，正丁烷塔热负荷随异丁烷塔顶IC4质量分数的变化见图3。
由图2和图3可以看出，随着异丁烷塔顶IC4质量分数的增加，异丁烷塔和正丁烷塔的冷凝器和再沸器负荷都在增加，且异丁烷塔热负荷是正丁烷塔热负荷的4倍多，变化也比正丁烷塔热负荷变化更加明显，所以在考虑能耗方面主要以异丁烷0 引言我国目前的汽油构成中高硫、低辛烷值的催化汽油组成高达76.7%，是欧美等发达国家的2倍左右，我国汽油总量中烷基化汽油只占0.5%，是欧美等发达国家的1/10[1]。
从辛烷值、蒸汽压、氧含量、烯烃、芳烃和硫含量等汽油的多种控制指标综合考虑，烷基化油具有最高的综合性能，是清洁环保的汽油高辛烷值调和组分[2-5]。
PROII基础入门
9
PRO/II Training
第三章 PRO/II功能简介
10
PRO/II Training
PRO/II软件介绍
PRO/II 软件是SIMSCI 公司开发的大型流程模拟软 件，用数学模型描述和模拟整个工艺流程及各单元 。 PRO/II综合了巨大的化学组分库和热力学方法。 PRO/II在化学、石油、天然气，合成燃料工业等方 面可提供复杂、正确及可靠的模拟功能。 PRO/II主要用于化工流程的稳态模拟，稳态热量和 物料平衡模拟。 PRO/II不仅可以为化工流程设计提供数据，还可以 对于现有流程进行优化，提高企业效益。
HX-2 S4 C-1 S2 HX-1 S5 S7 D-2 S12 HX-3 D-3 V-1
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ProII-塔设计例题说明希望对初学者有所帮助。
具体内容为----------------------- Page 1-----------------------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 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12组成（mol% ） 1 79 12 82、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----------------------- Page 2-----------------------须提高塔的操作压力。
S2SCD1S1S3Stream Name S1 S2 S3 Stream DescriptionPhase Liquid Liquid Liq uidTemperature C 23.570 16.021 80. 430Pressure KG/CM2 8.000 8.0008.000Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.06019.940CompositionETHANE 0.010 0.012 0.000PROPANE 0.790 0.9870.001BUTANE 0.120 0.001 0 .598PENTANE 0.080 0.0000.401（3）再假设操作压力16kg/cm2，进行简化计算，结果如下表：Stream Name S1 S2 S3 Stream DescriptionPhase Liquid LiquidLiquidTemperature C 53.643 44.246 114.992Pressure KG/CM2 16.000 16.00016.000Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.06019.940CompositionETHANE 0.010 0.0120.000PROPANE 0.790 0.9870.001BUTANE 0.120 0.0010.598PENTANE 0.080 0.0000.401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：MINIMUM REFLUX RATIO 1.07745FEED CONDITION Q 1.00000FENSKE MINIMUM TRAYS 16.76383OPERATING REFLUX RA TIO 1.20 * R-MINIMUM----------------------- Page 3-----------------------TOTAL FEED R/R-MIN M/M-MIN REFLUX DUTY, M*KCAL/HR TRAYS TRAY RATIO CONDENSER REBOILER ----- ---- ------- ------- ------ ---------- ----------42 14 1.100 2.476 1.185 -5.246E-01 5.560E-0139 13 1.150 2.349 1.239 -5.375E-01 5.689E-0138 13 1.200 2.246 1.293 -5.505E-01 5.819E-0136 12 1.250 2.156 1.347 -5.634E-01 5.948E-0135 12 1.300 2.076 1.401 -5.763E-01 6.077E-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：Stream Name S1 S2 S3Stream DescriptionPhase Liquid Liquid LiquidTemperature C 51.197 41.967 112.192 Pressure KG/CM2 15.199 15.199 15.199Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.060 19.940CompositionETHANE 0.010 0.012 0.000 PROPANE 0.790 0.987 0.001 BUTANE 0.120 0.001 0.598 PENTANE 0.080 0.000 0.401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case study模块，做不同进料压力下的简化法计算，结果如下：CYCLE PRES TEMP1 TEMP2NUMBER KG/CM2 C C------ ------------ ------------ ------------Base 8.0000 16.0208 80.42951 8.0000 16.0208 80.42952 9.0000 20.4519 85.84353 10.0000 24.5353 90.8374----------------------- Page 4-----------------------4 11.0000 28.3304 95.48035 12.0000 31.8817 99.82816 13.0000 35.2239 103.92277 14.0000 38.3846 107.79778 15.0000 41.3860 111.48009 16.0000 44.2462 114.991810 17.0000 46.9803 118.3516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STREAM ID S1 S2 S3PHASE LIQUID LIQUID LIQUIDFLUID MOLAR FRACTIONS1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 2.4704E-142 PROPANE 0.7900 0.9867 3.1377E-033 BUTANE 0.1200 7.8392E-04 0.59694 PENTANE 0.0800 1.7163E-07 0.4000TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0000 20.0000 TEMPERATURE, C 55.1282 43.6750 115.4374 PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000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----------------------- Page 5-----------------------增加塔顶采出量，设调整为80.07kgmol/hr，则各物料组成如下：STREAM ID S1 S2 S3NAMEPHASE LIQUID LIQUID LIQUIDFLUID MOLAR FRACTIONS1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 4.6558E-162 PROPANE 0.7900 0.9866 7.8067E-063 BUTANE 0.1200 8.7565E-04 0.59864 PENTANE 0.0800 1.8125E-07 0.4014TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0700 19.9300 TEMPERATURE, C 55.1282 43.6794 115.7705 PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000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：STREAM ID S1 S2 S3NAMEPHASE LIQUID LIQUID LIQUIDFLUID MOLAR FRACTIONS1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 1.2051E-142 PROPANE 0.7900 0.9865 1.0000E-033 BUTANE 0.1200 1.0002E-03 0.59784 PENTANE 0.0800 2.2914E-07 0.4012TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0602 19.9398TEMPERATURE, C 55.1282 43.6840 115.6753 PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000-------- REFLUX RA TIOS --------MOLAR WEIGHT STD L VOL--------- --------- ---------REFLUX / FEED STREAM S1 0.9870 0.9056 0.9466REFLUX / LIQUID DISTILLATE 1.2329 1.2329 1.2329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----------------------- Page 6-----------------------propane的浓度均达到0.001。