proii與石油化工工藝過程模擬計算-資料下載頁
2025-06-05 19:22本頁面
【正文】 ASH模塊被認為是一個簡單計算模塊，但PRO/II沒有象PROCESS那樣提供三相閃蒸的計算模塊。例如：環(huán)丁砜芳烴抽提的模擬，需要計算汽提塔和回收塔塔頂回流罐的游離水，采用FLASH模塊并應(yīng)用含有VLLE方法的熱力學(xué)方程可以較好地解決游離水的計算問題。、DISTILLATION模塊蒸餾計算模塊是模擬計算軟件的核心計算模塊。通過蒸餾計算模塊，可以獲得不同組份的物流（產(chǎn)品）。、REACTOR模塊反應(yīng)計算模塊是模擬計算軟件的核心計算模塊。通過反應(yīng)計算模塊，可以使物流組份發(fā)生變化，從而完成裝置的全流程模擬計算。六、工藝計算舉例、油田伴生氣深冷處理裝置工藝計算（）、原料條件l 組成組份進料組成，%摩爾重量N2CO2C1C2C3IC4NC4IC5NC5NC6合計總流量，kg/h總流量，Nm3/d100000l TEMPERATURE=40l PRESSURE=模擬計算流程簡述原料氣體與脫乙烷塔塔頂氣體混合后進入壓縮機。加壓后氣體進入冷卻器，冷后大約35℃。冷后物流進入氣液分離罐。罐底分離出輕油；罐頂分離出氣體。氣體（省去氣體凈化計算）分為兩路。一路與低溫富氣換熱至－5060℃；另一路與凝液換熱至－5060℃。兩路換熱后氣體混合進入氣液分離罐。罐頂分離出氣相去膨脹機；罐底分離出液相去節(jié)流。經(jīng)過膨脹機絕熱膨脹，氣體冷卻到－100℃后進入氣液分離器上部。經(jīng)過節(jié)流的液相冷卻到－70℃后進入氣液分離器下部。氣液分離器頂部分離出的氣相與一路凈化原料氣換熱后出系統(tǒng)（實際流程經(jīng)過壓縮機加壓后出裝置）；氣液分離器底部分離出的液相與另一路凈化原料氣換熱后進入氣液分離罐。氣液分離罐頂部分離出氣相經(jīng)過壓縮機加壓、氣液分離罐底部液相經(jīng)過泵加壓，兩股物流混合后進入冷卻器冷卻到3538℃。冷卻后物流再進入冷卻器。冷卻后物流分為兩路，一路去脫乙烷塔；另一路節(jié)流降溫后為冷卻器作冷源，換熱后去壓縮機前氣液分離罐。脫乙烷塔塔頂氣相去原料氣壓縮機（實際為原料氣緩沖罐）；塔底液相與脫丁烷塔塔底輕油換熱后進入脫丁烷塔。脫丁烷塔塔頂出液化氣；塔底出輕油經(jīng)與進料換熱后出裝置（實際需要再進行一次冷卻）。、模擬計算過程l 輸入原料物流性質(zhì)和名稱，保存INP文件。l 根據(jù)原則流程，逐步進行單元計算。NO.計算單元名稱入方出方名稱符號名稱符號限制條件1原料氣壓縮機原料氣S1加壓后氣體S2出口壓力：15塔頂氣體S30出口溫度：1352冷卻器加壓后氣體S2冷后氣體S3出口溫度：353閃蒸罐冷后氣體S3罐頂氣體S4絕熱閃蒸罐底液體S54分流器罐頂氣體S4氣體S6估計為總量的55%氣體S75換熱器氣體S6冷后氣體S8冷后氣體溫度：－50低溫氣體S15復(fù)熱氣體S176換熱器氣體S7冷后氣體S9冷后氣體溫度：－50低溫凝液S16復(fù)熱凝液S187混合器冷后氣體S8混合氣體S10冷后氣體S98閃蒸罐混合氣體S10罐頂氣體S11絕熱閃蒸罐底液體S129膨脹機罐頂氣體S11降壓氣體S13出口壓力：10節(jié)流閥罐底液體S12降壓液體S14出口壓力：11氣液分離器降壓氣體S13低溫氣體S15兩層理論板降壓液體S14低溫液體S16壓力：，DP：12閃蒸罐復(fù)熱凝液S18罐頂氣體S19絕熱閃蒸復(fù)熱物流S29罐底液體S2013壓縮機罐頂氣體S19加壓氣體S21出口壓力：13出口溫度：8014泵罐底液體S20加壓液體S22出口壓力：1315混合器加壓氣體S21混合物流S23加壓液體S2216冷卻器混合物流S23冷后物流S24出口溫度：3517換熱器冷后物流S24再冷物流S25再冷物流溫度：8降壓物流S28復(fù)熱物流S2918分流器再冷物流S25冷物流S26體積比：冷物流S2719節(jié)流閥冷物流S26降壓物流S28出口壓力：20脫乙烷塔再冷物流S25塔頂氣體S30塔底乙烷含量：%塔底液體S3121換熱器塔底液體S31加熱液體S32加熱溫度：72塔底輕油S34輕油產(chǎn)品S3522脫丁烷塔加熱液體S32塔頂液化氣S33塔頂碳五：%塔底輕油S34塔底碳四：%l 保存計算文件，輸出計算結(jié)果。l 計算結(jié)果分析、其它工藝計算（可以選擇）七、PRO/II的計算誤區(qū)、碳五分離過程 由于高純度環(huán)戊烷產(chǎn)品的附加值高，更多人擬采用精餾方法加以分離，對于含有2,2二甲基丁烷的原料，不能相信所計算的環(huán)戊烷純度，以此計算結(jié)果所得到的設(shè)備涉及結(jié)果將會嚴重的不適應(yīng)性。、偏三甲苯分離過程應(yīng)用“拔頭去尾”兩塔精餾流程，可以從重芳烴中分離出高純度的偏三甲苯。但當原料中的特丁苯（叔丁苯）含量較高（超過1%）時，計算的產(chǎn)品純度的可信度降低，工藝計算的回流比、回流量等工藝參數(shù)也不可信，不能以此計算結(jié)果進行設(shè)備計算。工程上解決問題的方法是按照規(guī)定的回流比計算物流參數(shù)和工藝參數(shù)（包括塔的負荷），產(chǎn)品純度在估計的較低值上下進行調(diào)整。、芳烴分離過程對于苯－甲苯體系的分離，應(yīng)用SRK方程將使精餾計算的回流比大大高于實際回流比，原因是該體系應(yīng)應(yīng)用IDEAL方程。、碳三體系分離過程對于丙烯－丙烷體系的分離，應(yīng)用SRK方程、PR方程計算時，為了使模擬計算與實際生產(chǎn)工況接近，往往將塔板效率考慮為90%以上，有時甚至超過100%，與板效率的定義矛盾。由于軟件的物性表征的誤差，尤其是液相密度、蒸汽壓等物性參數(shù)的誤差，導(dǎo)致碳三體系精餾計算的誤差較大。采用給定二元交互作用參數(shù)的PR方程，可以對計算過程進行部分修正，但仍有誤差。應(yīng)用BWRS方程時，應(yīng)注意板效率不能高于80%，否則會使精餾塔的理論板數(shù)不足。八、工藝計算的幾點注意l 對于沸點接近的組份分離，應(yīng)注意比較關(guān)鍵組份的軟件計算常壓沸點和實際常壓沸點的誤差、操作工況下沸點和實際沸點的誤差。如果誤差較大（相對誤差超過10%以上）則應(yīng)當考慮對計算結(jié)果的修正。l 對于循環(huán)物流的計算，應(yīng)考慮增加微量的計算參量，使計算能夠正常進行。例如：對于吸收－解吸過程，可以在吸收塔頂增加計算參量。l 軟件計算中的設(shè)備結(jié)構(gòu)計算（如：嚴格換熱器、浮閥塔板、規(guī)整填料、散堆填料等）僅作為設(shè)備初步計算結(jié)果，實際設(shè)備結(jié)構(gòu)的設(shè)計應(yīng)通過專業(yè)計算過程完成。l 對于新接受的計算任務(wù)，首先考慮對實際運行的相同或相近流程的裝置進行工藝計算，當計算的工藝參數(shù)與實際操作工藝參數(shù)一致時，所建立的計算流程可以作為新接受任務(wù)的計算基礎(chǔ)。22
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