石油化工工藝過(guò)程模擬-資料下載頁(yè)
2025-06-18 06:12本頁(yè)面
【正文】 被認(rèn)為是一個(gè)簡(jiǎn)單計(jì)算模塊，但PRO/II沒(méi)有象PROCESS那樣提供三相閃蒸的計(jì)算模塊。例如：環(huán)丁砜芳烴抽提的模擬，需要計(jì)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(jì)算問(wèn)題。、DISTILLATION模塊蒸餾計(jì)算模塊是模擬計(jì)算軟件的核心計(jì)算模塊。通過(guò)蒸餾計(jì)算模塊，可以獲得不同組份的物流（產(chǎn)品）。、REACTOR模塊反應(yīng)計(jì)算模塊是模擬計(jì)算軟件的核心計(jì)算模塊。通過(guò)反應(yīng)計(jì)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(jì)算。六、工藝計(jì)算舉例、油田伴生氣深冷處理裝置工藝計(jì)算（）、原料條件l 組成組份進(jìn)料組成，%摩爾重量N2CO2C1C2C3IC4NC4IC5NC5NC6合計(jì)總流量，kg/h總流量，Nm3/d100000l TEMPERATURE=40l PRESSURE=模擬計(jì)算流程簡(jiǎn)述原料氣體與脫乙烷塔塔頂氣體混合后進(jìn)入壓縮機(jī)。加壓后氣體進(jìn)入冷卻器，冷后大約35℃。冷后物流進(jìn)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(jì)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(jìn)入氣液分離罐。罐頂分離出氣相去膨脹機(jī)；罐底分離出液相去節(jié)流。經(jīng)過(guò)膨脹機(jī)絕熱膨脹，氣體冷卻到－100℃后進(jìn)入氣液分離器上部。經(jīng)過(guò)節(jié)流的液相冷卻到－70℃后進(jìn)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(shí)際流程經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)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(jìn)入氣液分離罐。氣液分離罐頂部分離出氣相經(jīng)過(guò)壓縮機(jī)加壓、氣液分離罐底部液相經(jīng)過(guò)泵加壓，兩股物流混合后進(jìn)入冷卻器冷卻到3538℃。冷卻后物流再進(jìn)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(jī)前氣液分離罐。脫乙烷塔塔頂氣相去原料氣壓縮機(jī)（實(shí)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(jìn)入脫丁烷塔。脫丁烷塔塔頂出液化氣；塔底出輕油經(jīng)與進(jìn)料換熱后出裝置（實(shí)際需要再進(jìn)行一次冷卻）。、模擬計(jì)算過(guò)程l 輸入原料物流性質(zhì)和名稱(chēng)，保存INP文件。l 根據(jù)原則流程，逐步進(jìn)行單元計(jì)算。NO.計(jì)算單元名稱(chēng)入方出方名稱(chēng)符號(hào)名稱(chēng)符號(hào)限制條件1原料氣壓縮機(jī)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(jì)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(jī)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(jī)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(jì)算文件，輸出計(jì)算結(jié)果。l 計(jì)算結(jié)果分析、其它工藝計(jì)算（可以選擇）七、PRO/II的計(jì)算誤區(qū)、碳五分離過(guò)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(duì)于含有2,2二甲基丁烷的原料，不能相信所計(jì)算的環(huán)戊烷純度，以此計(jì)算結(jié)果所得到的設(shè)備涉及結(jié)果將會(huì)嚴(yán)重的不適應(yīng)性。、偏三甲苯分離過(guò)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(dāng)原料中的特丁苯（叔丁苯）含量較高（超過(guò)1%）時(shí)，計(jì)算的產(chǎn)品純度的可信度降低，工藝計(jì)算的回流比、回流量等工藝參數(shù)也不可信，不能以此計(jì)算結(jié)果進(jìn)行設(shè)備計(jì)算。工程上解決問(wèn)題的方法是按照規(guī)定的回流比計(jì)算物流參數(shù)和工藝參數(shù)（包括塔的負(fù)荷），產(chǎn)品純度在估計(jì)的較低值上下進(jìn)行調(diào)整。、芳烴分離過(guò)程對(duì)于苯－甲苯體系的分離，應(yīng)用SRK方程將使精餾計(jì)算的回流比大大高于實(shí)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(guò)程對(duì)于丙烯－丙烷體系的分離，應(yīng)用SRK方程、PR方程計(jì)算時(shí)，為了使模擬計(jì)算與實(shí)際生產(chǎn)工況接近，往往將塔板效率考慮為90%以上，有時(shí)甚至超過(guò)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(jì)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(duì)計(jì)算過(guò)程進(jìn)行部分修正，但仍有誤差。應(yīng)用BWRS方程時(shí)，應(yīng)注意板效率不能高于80%，否則會(huì)使精餾塔的理論板數(shù)不足。八、工藝計(jì)算的幾點(diǎn)注意l 對(duì)于沸點(diǎn)接近的組份分離，應(yīng)注意比較關(guān)鍵組份的軟件計(jì)算常壓沸點(diǎn)和實(shí)際常壓沸點(diǎn)的誤差、操作工況下沸點(diǎn)和實(shí)際沸點(diǎn)的誤差。如果誤差較大（相對(duì)誤差超過(guò)10%以上）則應(yīng)當(dāng)考慮對(duì)計(jì)算結(jié)果的修正。l 對(duì)于循環(huán)物流的計(jì)算，應(yīng)考慮增加微量的計(jì)算參量，使計(jì)算能夠正常進(jìn)行。例如：對(duì)于吸收－解吸過(guò)程，可以在吸收塔頂增加計(jì)算參量。l 軟件計(jì)算中的設(shè)備結(jié)構(gòu)計(jì)算（如：嚴(yán)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(jì)算結(jié)果，實(shí)際設(shè)備結(jié)構(gòu)的設(shè)計(jì)應(yīng)通過(guò)專(zhuān)業(yè)計(jì)算過(guò)程完成。l 對(duì)于新接受的計(jì)算任務(wù)，首先考慮對(duì)實(shí)際運(yùn)行的相同或相近流程的裝置進(jìn)行工藝計(jì)算，當(dāng)計(jì)算的工藝參數(shù)與實(shí)際操作工藝參數(shù)一致時(shí)，所建立的計(jì)算流程可以作為新接受任務(wù)的計(jì)算基礎(chǔ)。22 / 22
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