ASPEN_再沸器冷凝器计算
Aspen第五讲
Aspen第五讲————分离过程模拟设计（Separation Process）Aspen plus分离过程分为两大类：一、简单分离单元模型（Separators）二、塔设备单元模型(Columns)首先介绍简单分离单元模型：简单分离单元模型包含有5个模块两相闪蒸器Flash2模块执行给定热力学条件下的汽-液平衡或汽-液-液平衡计算，输出一股汽相和一股液相产物。
用于模拟闪蒸器、蒸发器、气液分离器等。
其物流连接图如下（只需连接红色物流箭头）：Flash2模块（Block）的模型参数有3组：1、闪蒸设定(Flash Specifications)(1)温度（Temperature）(2)压力（Pressure）(3)蒸汽分率（Vapor Fraction）(4)热负荷（Heat Duty）从以上4个参数中选定2个。
2、有效相态（Valid Phase）(1)汽-液相（Vapor-Liquid）(2)汽-液-液相（Vapor-Liquid-Liquid）(3)汽-液-游离水相（Vapor-Liquid-Free Water）从以上3个参数中选定1个。
3、液沫夹带（Liquid Entrainment in Vapor Stream）液相在汽相中的夹带分率，介于0-1之间。
举例：第一步：建立模型：第二步：参数设置：第三步: 开始运算。
Heater Exam ple 4Stream ID FE ED LIQU ID VA POR Tem p eratu re C 87.3 82.4 82.4 Pressure bar 1.100 1.100 1.100 Vapo r Frac 1.000 0.000 1.000 Mo le Flow kmol/hr 31.847 23.885 7.962 Mass Flow kg/hr 1000.000716.066283.934 Vo lum e Flow cum/h r867.583 0.920213.961 En thalp y MMk cal/h r -1.790 -1.577 -0.445 Mass Flow kg/hrETH ANO L700.000469.274230.726 WATE R300.000246.792 53.208 Mass FracETH ANO L 0.700 0.655 0.813 WATE R 0.300 0.345 0.187 Mo le Flow kmol/hrETH ANO L 15.195 10.186 5.008 WATE R 16.653 13.699 2.954 Mo le FracETH ANO L 0.477 0.426 0.629 WATE R 0.523 0.574 0.371解：其他步骤同例1，仅需在Block中做如下改动：计算结果如下：He a t e r Exa mple 4St re am ID FEED LIQ UID VA PO RTe mpe ra ture C 120.0 90.3 90.3Pre ssure bar 5.000 1.500 1.500Va por F ra c 0.000 0.000 1.000Mole Fl ow kmol/hr 31.847 28.895 2.952Ma ss Fl ow kg/hr 1000.000 894.016 105.984Volum e Fl ow c um/hr 1.390 1.174 59.482Entha lpy MMk c al/hr -2.064 -1.899 -0.165Ma ss Fl ow kg/hrETHAN OL 700.000 613.302 86.698WATER 300.000 280.714 19.286Ma ss Fra cETHAN OL 0.700 0.686 0.818WATER 0.300 0.314 0.182Mole Fl ow kmol/hrETHAN OL 15.195 13.313 1.882WATER 16.653 15.582 1.071Mole Fra cETHAN OL 0.477 0.461 0.637WATER 0.523 0.539 0.363解：在Block中做如下改动：液沫夹带Liquid entrainment的值介于0-1之间，即液沫占气体总量的百分数。
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。
5 aspen教程-radfrac计算及灵敏度分析
3.稳态精馏过程模拟的建立本章将从二元体系的分离入手，详细介绍如何在Aspen Plus中采用严格精馏模型“RADFRAC”建立该模拟过程。
为了使稳态计算的结果能够用于动态模拟，本章中会详细指定塔、控制阀、泵等单元操作。
【例2】设计一精馏塔。
原料泡点进料，进料组成、塔顶产品要求见表。
操作压力为4.4atm。
要求塔顶采用全凝器，回流比为1.8。
热力学计算采用物性方法P ENG-ROB。
采用DSTWU 模块设计满足上述分离要求的精馏塔。
组分进料/kmol/h塔顶产品/kmol/h 丙烷5异丁烷10正丁烷30≥29.7248异戊烷20≤0.2247正戊烷15正己烷203.稳态精馏过程模拟—简捷蒸馏1 流程图绘制2 DSTWU结果查看2 DSTWU结果查看•最小回流比为1.32•实际回流比为1.8•最小理论板数为12.8•实际塔板数为24•进料板位置为第12块板•再沸器所需的热量为753.31kJ/sec •冷凝器所需的热量为688.95kJ/sec例3以例2为基础，由灵敏度分析工具，考察回流比的变化对实际塔板数的影响。
灵敏度分析定义方法：1）定义目标变量2）定义自变量3）规定表格•灵敏度分析定义方法：Data/ model analysis Tools(模型分析工具）/sensitivity(灵敏度分析）灵敏度分析对象管理器1）定义因变量（Flowsheet variable）1）定义因变量（Flowsheet variable）2）定义自变量(Vary)---回流比（RR）自1.2-10，步长为0.5变化3）规定表格(Tabulate)---规定需要软件计算的变量列表课堂练习：分析回流比对于再沸器热负荷和冷凝器的冷量的影响，将计算结果绘图运行计算，/Model Analysis Tools/Sensitivity/S-1/Results/，查看结果【例题4】采用Radfrac模块，核算【例题2】设计得到的精馏塔能否满足分离要求。
Aspen第四讲
(1)汽-液相（Vapor-Liquid）
(2)汽-液-液相（Vapor-Liquid-Liquid）
(3)汽-液-游离水相（Vapor-Liquid-Free Water）
从以上3个参数中选定1个。
3、液沫夹带（LiquidEntrainmentin Vapor Stream）
三相闪蒸器
Flash3模块执行给定热力学条件下的汽-液-液平衡计算，输出一股汽相和两股液相产物。用于模拟闪蒸器、蒸发器、液-液分离器、汽-液-液分离器等。
Flash3的模块连接图如下：
Flash3模块的模型参数有3组：
1、闪蒸设定(Flash Specifications)
（1）温度（Temperature）
馏出物中的轻关键组分/进料中轻关键组分
(2)重关键组分在馏出物中的回收率
馏出物中的重关键组分/进料中的重关键组分
3、压力（Pressure）
(1)冷凝器（Condenser）
(2)再沸器（Reboiler）
4、冷凝器设定（Condenser specifications）
(1)全凝器（Total condenser）
塔设备单元模型(Columns)
塔设备（Columns）单元共有9种模块，如下：
1、DSTWU(简捷精馏，设计)
2、Distl
3、RadFrac
4、Extract
5、MutiFrac
6、SCFrac
7、PetroFrac
1、DSTWU(简捷精馏，设计)
DSTWU模块用Winn-Underwood-Gilliland捷算法进行精馏塔的设计，根据给定的加料条件和分离要求计算最小回流比、最小理论板数、给定回流比的理论板数和加料板位置。
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。
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应用基础
（1）DSTWU的连接图DSTWU 模块用Winn-Underwood-Gilliland捷算法进行精馏塔的设计，根据给定的加料条件和分离要求计算最小回流比、最小理论板数、给定回流比下的理论板数和加料板位置。
（2）Distl 简捷精馏（操作）Distl 模块用Edmister 方法计算给定精馏塔的操作结果。
设定：理论板数，加料板位置，回流比，D/F，冷凝器类型。
计算：D和W组成，再沸器和冷凝器热负荷，塔顶、塔底和加料板温度。
Distl ——连接（3）RadFrac 精密分离模块RadFrac 模块同时联解物料平衡、能量平衡和相平衡关系，用逐板计算方法求解给定塔设备的操作结果。
RadFrac 模块用于精确计算精馏塔、吸收塔（板式塔或填料塔）的分离能力和设备参数。
RadFrac模型的连接图如下RadFrac——模型设定RadFrac 模型具有以下设定表：1、配置（Configuration）2、流股（Streams）3、压力（Pressure）4、冷凝器（Condenser）5、再沸器（Reboiler）6、三相（3-Phase）RadFrac ——配置1、塔板数（Number of Stages）2、冷凝器（Condenser）3、再沸器（Reboiler）4、有效相态（Valid Phase）5、收敛方法（Convergence)6、操作设定（Operation Specifications）冷凝器配置从四个选项中选择一种：1、全凝器（Total）2、部分冷凝-汽相馏出物（Partial-Vapor）3、部分冷凝-汽相和液相馏出物（Partial-Vapor-Liquid）4、无冷凝器(None)再沸器配置从三个选项中选择一种：再沸器配置从三个选项中选择一种：1、釜式再沸器（Kettle）2、热虹吸式再沸器（Thermosyphon）3、无再沸器(None)有效相态从四个选项中选择一种：1、汽-液（Vapor-Liquid）2、汽-液-液（Vapor-Liquid -Liquid ）3、汽-液- 再沸器游离水（Vapor-Liquid-FreeWaterCondensor）4、汽-液- 任意塔板游离水收敛方法从六个选项中选择一种：1、标准方法（Standard）2、石油/宽沸程（Petroleum/Wide-Boiling）3、强非理想液相（Strongly Non-ideal Liquid）4、共沸体系（Azeotropic）5、深度冷冻体系（Cryogenic）6、用户定义（Custom）操作设定从十个选项中选择：1、回流比（Reflux Ratio）2、回流速率（Reflux Rate）3、馏出物速率（Distillate Rate)4、塔底物速率（Bottoms Rate)5、上升蒸汽速率（Boilup Rate)6、上升蒸汽比（Boilup Ratio)7、上升蒸汽/进料比（Boilup to Feed Ratio)8、馏出物/进料比（Distillate to Feed Ratio)9、冷凝器热负荷（Condenser Duty)10、再沸器热负荷（Reboiler Duty)RadFrac ——流股1、进料流股（Feed Streams）指定每一股进料的加料板位置。
(整理)21ASPEN再沸器冷凝器计算.
四、环境影响的经济损益分析物流轻不良环境影响的对策和措施。主要包括预防或者减轻不良环境影响的政策、管理或者技术等措施。32
183.21
（二）规划环境影响评价的技术依据和基本内容压力Kg/cm2G
2.间接市场评估法3.50
10
环境影响的经济损益分析，也称环境影响的经济评价，即估算某一项目、规划或政策所引起的环境影响的经济价值，并将环境影响的经济价值纳入项目、规划或政策的经济费用效益分析中去，以判断这些环境影响对该项目：规划或政策的可行性会产生多大的影响。对负面的环境影响估算出的是环境费用，对正面的环境影响估算出的是环境效益。
三、设计思路
1、冷凝聚器
2、再沸器：先设计大致换器、再考虑安装高度
四、软件版本
采用ASPEN PLUS软件12.1版本,文件保SMRE.APW
冷凝器、再沸器计算及安装高度计算
（6）对建设项目实施环境监测的建议。
一、
二、（四）建设项目环境影响评价的内容在流程设计例题的基础上，设计两塔的冷凝器、再沸器并计算再沸器的安装高度。
1.环境总经济价值的构成二、需要输入的主要参数
1.环境影响评价工作等级的划分1、装置公用工程数据
（四）建设项目环境影响评价的内容