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ASPEN PLUS软件培训案例

常压系统流程模拟计算 2
减压系统流程模拟计算 6
催化分馏塔流程模拟计算 10
催化吸收稳定系统流程模拟计算 14
MDEA 脱硫流程模拟计算 20
炼厂含硫污水汽提流程模拟计算 27
MTBE装置流程模拟计算 32
DMF萃取精馏流程模拟计算 37
丁二烯脱水流程模拟计算 40
甲乙酮脱水流程模拟计算 43
VCM Plant Model 46
VCM Manufacture and Project Goals 48
Section 100 – Direct Chlorination 51
Section 200 – Oxychlorination 53
Section 300 – EDC Purification 61
Section 400 – EDC Pyrolysis 63
Section 500 – VCM Purification 67
Running AspenTech VCM Models 69
References 71
酸气碱洗流程模拟计算 72
乙烯裂解气碱洗流程模拟计算 74
水-异丁酸-丁酸间歇精馏流程模拟计算 77
流程优化模拟计算 79
冷凝器、再沸器计算及安装高度计算 81
非库组份物性估计 82
乙醇和乙酸乙酯气液平衡数据回归应用示例 83
模拟模型的数据拟合 85
应用示例 85
常压系统流程模拟计算

一、工艺流程简述
常减压装置是我国最基本的原油加工的装置之一。主要包括换热器系统、常压系统、减压系统。常压系统是原油通过换热网络换热到一定温度后，再进到常压加热炉加热到要求的温度，常压加热炉要求的出口温度与原油的性质，拔出率有关，一般要求常压炉出口汽化率大于常压塔所有侧线产品一定的比例，这个比例叫过汽化率，一般为2～5%（wt）。
常压加热炉出口达到一定温度和汽化率的原油，进到常压塔的进料段，油汽往上走，常压塔侧线抽出，一至四个左右的侧线产品，为控制侧线产品的干点，抽出的侧线产品进到侧线产品汽提塔中汽提，冷却后出装置，常压塔进料产品与出料产品之间的焓差，叫剩余热，为回叫这部份热量，常压塔的各产品段有中段回流抽出，与冷原油换热后返回塔内。塔底抽出常压重油，为提高拔出率和减少塔底结焦，有塔底还通入一定量的蒸汽。
常压系统分离其工流流程如图1-1所示，所涉及主要模块有原油混合器（M1）、常压塔（T101）。

图1 常压系统模拟计算流程图
CGAS原油中瓦斯，OIL原油；W塔顶切水，GAS-常顶气，GN常顶油；CP1常一线；S1常一线汽提蒸汽CP2常二线；S2常二线汽提蒸汽；CP3常三线；S3常三线汽提蒸汽；C4常四线产品；SS常底汽提蒸汽；CB常底油

二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据
表1.1 进料数据
1.进出料参数

出料量Kg/h
进料温度
进料压力Kg/cm2
进料组成WT%
H2O
H2
N2
CO2
H2S
CH4
C2H6
C2H4
C3H8
C3H6
NC4
IC4
丁烯-1
异丁烯
顺丁烯-2
反丁烯-2
IC5
C5=
常压瓦斯268

11

0.572
0.26

0.094
0.34
32.8289
6.7814
0.67
40.636
0.5042
1.3942
0.5402
0.2695
0.254
0.0286
1.7658
1.0678

馏程
IP
10%
30%
50%
70%
90%
EP
比重

　产品抽出板

常顶汽油5367

11

46
74

106

137
161
0.7273

常一线6250

11

133
146

160

178
204
0.7922

10

常二线30667

11

198
222

254

291
309
0.8431

22

常三线20667

11

260
312

337

366
378
0.866

34

常四线3250

11

243
349
395
410
427
450
488
0.8927

44

减顶油1550

11

86
112
167
222
272
321
354
0.8257

减一线8333

11

230
260

300

340
382
0.8778

减二线62500

11

317
375

410
427
450
488
0.8927

减三线14167

11

368
434

471
494
531
569
0.9264

减四线9750

11

370
446
473
501
526

538/75
0.9372

减渣149731

11

500/11

520/13

540/17.88
0.9798

　D1160数据

塔底蒸汽2100
440
11

常一、二、三汽提蒸汽各100
440
11

2、 单元操作参数

　 表 1.2 单元操作参数

T1常压分馏塔
常压炉过汽化率3%(WT)
操作压力Kg/cm2
1.3
全塔压降kg/cm2
0.30

抽出板/返回板
中段回流量
中段回流取热量

中段回流1
16/14
65000Kg/h
1.80Mkcal/h

中段回流2
28/24
57000Kg/h
4.10Mkcal/h

中段回流3
40/36
10000Kg/h
1.15Mkcal/h

实际板数
45

进料板
塔底

3、 设计规定及模拟技巧

3．1原油蒸馏数据的重要性
3．2过汽化率
3．3热平衡与产品分布的密切关系

表1.3 设计规定
理论板或板效率
50%
热力学
BK10
初值

设计规定
常顶汽油干点180℃
变量
塔顶产品量

三、软件版本
ASPEN PLUS软件12.1版本，文件名ERC250-C.APW

减压系统流程模拟计算

一、工艺流程简述
常减压装置是我国最基本的原油加工的装置之一，其中主要包括原油换热系统、常压系统、减压系统。
常压塔底出来的常压渣油，进到减压加热炉达到一定温度和汽化率的原油，进到减压塔的进料段，油汽往上走，减压塔侧线抽出，一至三个左右的侧线产品，有的还抽出过汽化油，抽出的侧线产品与原油换热后，冷却后出装置，减压塔进料产品与出料产品之间的焓差，叫剩余热，为回收这部份热量，减压塔的各产品段有中段回流抽出，与冷原油换热后返回塔内，为减少结焦，还有一部份不经过换热的循环冲洗油。塔底抽出减压渣油，为提高拔出率和减少塔底结焦，有的减压塔底还通入一定量的蒸汽。
减压系统分离其工流流程如图2-1所示，所涉及主要模块有减压塔进料混合器（M1）、减压塔（T102）。

图2-1 减压系统模拟计算流程图
JGAS减压瓦斯，CB常底油； 1进减压炉油；JT减顶污油；J1减一线；J2减二线；J3减三线；J4减四过汽化油；JB减底渣油

二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据
表2.1 进料数据
表1 进出料参数
出料量Kg/h
进料温度
进料压力Kg/cm2
进料组成WT%
H2O
H2
N2
CO2
H2S
CH4
C2H6
C2H4
C3H8
C3H6
NC4
IC4
丁烯-1
异丁烯
顺丁烯-2
反丁烯-2
IC5
C5=
减压瓦斯268

11

0.572
0.26

0.094
0.34
32.8289
6.7814
0.67
40.636
0.5042
1.3942
0.5402
0.2695
0.254
0.0286
1.7658
1.0678

馏程
IP
10%
30%
50%
70%
90%
EP
比重
产品抽出板

减顶油1550

11

86
112
167
222
272
321
354
0.8257

减一线8333

11

230
260

300

340
382
0.8778

3

减二线62500

11

317
375

410
427
450
488
0.8927

7

减三线14167

11

368
434

471
494
531
569
0.9264

9

减四线9750

11

370
446
473
501
526

538/75
0.9372

12

减渣149731

11

500/11

520/13

540/17.88
0.9798

2、 单元操作参数

　 表 2.2 单元操作参数

T1常压分馏塔
减压炉过汽化率
3%（WT）
操作压力mmHg
20
全塔压降mmHg
10

抽出板/返回板

中段回流取热量

中段回流1
3/1
温差72
1.39Mkcal/h

中段回流2
7/4
温差90
5.70Mkcal/h

中段回流3
9/8
温差94
7.9515Mkcal/h

冲洗油
9/10

实际板数
四段填料

进料板
塔底

3、 设计规定及模拟技巧
3.1 进料混合
3.2 产品分布与取热关系

表 2.3 设计规定
理论板或板效率
15块
热力学
BK10
初值

设计规定
塔顶温度75℃
变量
中段回流1热负荷
4、 模块及相关物流

表2.4 模块及相关物流
模块名称
代 号
流程图上代号
入口物流号
出口物流号
M1减压进料混合器
Mixer
M1

T102减压塔
Column
T1

三、软件版本
ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名ERC250-V.APW

催化分馏塔流程模拟计算

一、工艺流程简述
催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一。它由反再、主分馏及吸收稳定系统三部分所组成。分馏系统的任务是把反再系统来的反应产物油汽混合物进行冷却，分成各种产品，并使产品的主要性质合乎规定的质量指标。分馏系统主要由分馏塔、产品汽提塔、各中段回流热回收系统，并为吸收稳定系统提供足够的热量。
催化分馏系统分离其工流流程如图3-1所示，所涉及主要模块有进料混合罐（M1）、催化分馏塔（T2014）。

图3-1 催化分馏系统模拟计算流程图
FEED进分馏塔油汽； SS塔底汽提蒸汽；GAS塔顶气；COIL轻柴油，SS1柴油汽提蒸汽；HOIL回炼油；YJ油浆；

二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据
表3.1 进料数据
表1 进出料参数
出料量Kg/h
进料温度
进料压力Kg/cm2
进料组成WT%
H2O
CO
CO2
AIR
CH4
C2H4
C3H8
C3H6
IC4
NC4
丁烯-1
异丁烯
顺丁烯-2
反丁烯-2
IC5
NC5
C5=
NC6
H2S
富气29300

0.9
3.8
10
13.4
3.1
5.8
4
16.4
6.7
2.1
3.05
3.1
2.4
3.7
0.6
4.8
3.1
2

馏程
IP
10%
30%
50%
70%
90%
EP
比重

产品抽出板

粗汽油67320

40
54
76
103
138
179
198
0.723

轻柴油55000

189
222
247
274
305
347
362
0.9068

10

吸收返回柴油17000

189
222
247
274
305
347
362
0.9068

回炼油29700

290
395

435

538

0.9366

28

油浆8930

226
407

468

538/87

0.9927

进料中蒸汽12120
492
2.7

塔底汽提蒸汽量880
280
11

汽提蒸汽量100
280
11

2、 单元操作参数

　 表3.2 单元操作参数
T201催化分馏塔
操作压力Kg/cm2
2.50
全塔压降Kg/cm2
0.30

抽出板/返回板
中段流量

中段回流1
4/1
230000Kg/h
11.0Mkcal/h
中段回流2
14/12
198000Kg/h
12.8Mkcal/h
中段回流3
26/24
25000Kg/h
1.08Mkcal/h
中段回流4
32/32
300000Kg/h
18.82Mkcal/h
实际板数
32

进料板
油气塔底
富柴油6号板

3、 设计规定及模拟技巧

表 3.3 设计规定
理论板或板效率
50%
热力学
BK10
初值

设计规定
塔顶温度115℃
变量
中段回流1热负荷
4、 模块及相关物流

表3.4 模块及相关物流
模块名称
代 号
流程图上代号
入口物流号
出口物流号
M1进料油汽混合器
Mixer
M1

催化馏塔
Distillation
T201

三、软件版本
采用ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名CHT201.APW

催化吸收稳定系统流程模拟计算

一、工艺流程简述
催化裂化是我国最重要的重质石油馏份轻质化的装置之一。它由反再、主分馏及吸收稳定系统三部分所组成。分馏系统的任务是把反再系统来的反应产物油汽混合物进行冷却，分成各种产品，并使产品的主要性质合乎规定的质量指标。分馏系统主要由分馏塔、产品汽提塔、各中段回流热回收系统，并为吸收稳定系统提供足够的热量，不少催化装置分馏系统取热分配不合理，造成产品质量不稳定、吸收稳定系统热源不足。
吸收稳定系统对主分馏塔来的压缩富气和粗气油进行加工分离，得到干气、液化气及稳定汽油等产品。一般包括四个塔第一塔为吸收塔，用初汽油和补充稳定汽油吸收富气中的液化气组份，吸收后的干气再进入到再吸收塔，用催化分馏塔来的柴油吸收其中的较轻组份，再吸收塔顶得到含基本不含C3组份的合格干气，再吸收塔底富柴油回到分馏系统。吸收塔底富吸收液进到解吸塔，通过加热富吸收液中的比C2轻的组份基本脱除从解吸塔顶出来再回到平衡罐，再进到吸收塔内；解吸塔底脱除C2组份的液化气和汽油组份再进到稳定塔，通过分离稳定塔顶得到C5合格的液化气组份，塔底得到蒸汽压合格的汽油，合格汽油一部分作为补充吸收剂到吸收塔，一部分作为产品出装置。
吸收稳定系统分离其工流流程如图4-1所示，所涉及主要模块有吸收塔（C10301）、解吸塔（C10302）、再解吸塔（C10303）、稳定塔（C10304）。解吸塔进料预热器（E302）、稳定塔进料换热器（E303），补充吸收剂冷却器（C39）,平衡罐（D301）。

图4-1 催化吸收稳定系统模拟计算流程图

GGGAS干气； LLPG液化气； GGOIL稳定汽油；PCOIL贫柴油；PGAS干气；FCOIL富柴油；二汽油；LPG液化气；WDGOIL5稳定汽油产品；D301平衡罐；C10301吸收塔，C10302解吸塔，C10303再吸收塔，C10304稳定塔

二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据
表4.1 进料数据
表4-1 装置进料数据
进料量KG/H
进料温度
进料压力MPa.G
进料组成MOL%
H2
N2
O2
CO
CO2
CH4
C2H6
C2H4
C3H6
C3H8
IC4
NC4
BUT1
IBTE
反丁烯-2
顺丁烯-2
NC5
干气14500Kg/h
42
1.21

15.288
13.433
0.6
0.795
2.579
30.682
11.794
21.22
2.674
0.503
0.218
0.015
0.059
0.092
0.017
0.003
0.078
液化气85000 Kg/h
42
1.21

1.0
0.69
40.66
7.67
11.96
3.61
9.0
9.55
9.39
6.01

馏程
IP
10%
30%
50%
70%
90%
EP
比重

稳定汽油115000Kg/h
42
1.21

39.5
52

77.5

163.5
195
0.716

贫柴油40000Kg/h
30
2.21

192
219.5

253.5

309
338
0.9018
323/95

2、 单元操作参数

表4.2 单元操作参数
F1进料闪蒸罐
汽化率
温度℃
0.46157
48

C10301吸收塔
C10302脱吸塔
C10303再吸收塔
C10304稳定塔
分流器SP1
操作压力MPa.G
1.17
1.27
1.15
1.05
WDGOIL2流量60000Kggh
全塔压降MPa
0.04
0.04
0.04
0.05
分流器SP2
D301平衡罐
温度℃
压力Mpa.G
35
1.19
中段回流1
抽出板/返回板
流量Kg/h
返回温度℃

3/3（理论）
90000
27

12流量55000Kggh
F2平衡罐
温度℃
压力Mpa.G
48
2.22
中段回流2
抽出板/返回板
流量Kg/h
返回温度℃
5/5（理论）
120000
27

E302出口温度55℃

P301
压力Mpa.G
效率%

1.35
70
中段回流3
抽出板/返回板
流量Kg/h
返回温度℃
7/7（理论）
120000
28

E303冷流出口温度117℃

P303
压力Mpa.G
效率%

1.90
70
中段回流4
抽出板/返回板
流量Kg/h
返回温度℃
9/9（理论）
120000
28

C39出口温度30℃
压降0.02MPa

P305
压力Mpa.G
效率%

2.39
70
实际板数/理论板
进料板

30/12
油塔顶/气塔底

30/12
油塔顶/气塔底

30/9
油塔顶/气塔底

50/37
15

3、 设计规定

表4.3 设计规定

C10301吸收塔
C10302脱吸塔
C10303再吸收塔
C10304稳定塔
热力学
BK10
BK10
BK10
BK10
设计规定1

塔底C2-(mol)〈0.5%

塔顶产品量（88208Kg/h）
设计规定2

回流2.3
变量1

塔顶产品量（初值33024Kg/h）

冷凝器温度40℃

4、 灵敏度分析的应用
应用方案研究功能研究，考察贫汽油流量、贫柴油流量对贫气中C3含量、液化气中C2含量的影响。
变量：1.贫汽油流量
2.贫柴油流量
考察参数：1.贫气中C3含量
2.液化气中C2含量

三、软件版本
采用ASPEN PLUS 软件12.1版本，文件名XST301.APW

MDEA 脱硫流程模拟计算

一、工艺流程简述
炼厂气和乙烯裂解气都含有一定量H2S和CO2等酸性气体，为防止设备腐蚀和最终产品的合格，在加工过程中都需要H2S和CO2等酸性气体脱除，胺类吸收剂性能好，并可再生循环使用，在炼厂气和乙烯裂解气脱除酸性气体中得到文泛应用。
但胺类吸收剂吸收H2S和CO2等酸性气体过程为强非理想过程，一般的软件和热力方法对该过程的模拟，结果都欠佳，ASPEN PLUS 软件中有胺类吸收剂脱酸性气体的专用数据包（KMDAE、MDEA），对于该过程的模拟较适用。甲基二乙醇胺（MDEA）由于具有选择性，能吸收大部分的H2S而对CO2的吸收较少，因而广泛用于炼厂气的脱酸性气体中。
本例题就是用MDEA脱除炼厂气中的酸性气体模拟计算，其工流流程如图6-1所示，界区来的炼厂气进到吸收塔（T301），该塔没有再沸器和冷凝器，贫胺液从塔顶进入，酸性气从塔底进入，贫胺液和酸性气再塔内逆流接确，脱除酸性气体后的贫气从塔顶出来，吸收了酸性气体的富胺液从塔底出来与到再生塔底出来的贫胺换热后进入到再生塔；胺液再生塔（T302），该塔有再沸器和冷凝器，由吸收塔底出来的富胺液进到该塔，酸性气体从塔顶出来，脱除酸性气体后的贫胺液与富胺液换热，再冷却后，回到吸收塔（T301）。所涉及主要模块有吸收塔（T301）、胺液再生塔（T302），贫胺液泵P1。

图6-1 MDEA脱硫装置模拟计算流程图
GAS含酸炼厂气进料； MDEA贫胺液；PGAS1贫气；L1富有胺液；LMDEA再生后贫胺液；H2S酸气；MA-MDEA补充MDEA；MA-H2O补充水；循环MDEA贫胺液
二、需要输入的主要参数

1、 装置进料数据

表6.1 装置进料数据
进料量KG/H
进料温度
进料压力ATM
进料组成
H2O
CO2
H2
N2
CH4
C2H6
C2H4
C3H8
C3H6
IC4
NC4
IBTE
IC5
CO
H2S
MDEA
GAS3000m3/h
40
1.50
VOL%
0.13
8.75

89.89

1.23

PMDEA20000
40
1.50
WT%
80

20.0

2、 单元操作参数

表6.2 单元操作数据

T301
T302
操作压力ATM
1.50
1.30
全塔压降kg/cm2
0.3
0.30
理论板数
12
11
进料板
塔顶/塔底
1
板效率%

3、 设计规定
表6.3 设计规定

T301塔
T302塔
计算模块C—1
热力学
ELECNRTL
ELECNRT
计算所需补充在水和MDEA量
设计规定1
贫气GAS中H2S10ppm(mol)
塔顶产品735Kg/h

设计规定2

变量1
MDEA流量

变量2

三、软件版本
采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件保KMDEA.APW

四、例题2

图2 MDEA脱硫装置模拟计算流程图
1、 装置进料数据

FM
GAS
GAS1
LPG
LPG1
M1
M2
M11
M22
PM
SOUR

Temperature C
35.5
40
41
40
39
40
40
43.5
39.1
121.4
40
Pressure atm
9.674
9.87
9.384
15.4
15.4
9.87
9.87
9.674
16.4
1.962
1.575
Vapor Frac
0.007
1
1
0
0
0
0
0
0
0
1
Mole Flow kmol/hr
1375.922
218.584
202.434
183.143
159.815
553.011
783.433
569.162
806.76
1277.635
98.287
Mass Flow kg/hr
30560.49
5836.36
5251.595
8564.06
7588.337
12000
17000
12584.77
17975.72
27939.92
2620.571
Volume Flow l/min
878.568
9204.21
9022.436
279.398
247.609
200.072
287.782
215.369
311.652
493.687
26309.33
Enthalpy MMkcal/hr
-93.86
-2.309
-1.817
-2.082
-2.002
-38.56
-54.726
-39.053
-54.807
-87.096
-3.884
Mass Flow kg/hr

H2O
23161
0
31.485
0
6.358
9599.52
13599.32
9568.035
13592.96
22139.51
1021.486
MDEA
5799.034
0
0
0
0.676
2399.88
3399.83
2399.88
3399.154
5799.009
0.025
H2S
436.673
246.22
0.755
190.26
0.501
0.6
0.85
246.065
190.609
1.397
435.276
CO
6.51
123.89
117.38
0
0
0
0
6.51
0
0
6.51
CO2
234.502
259.54
25.038
0
0
0
0
234.502
0
0
234.502
AIR
9.896
1457.2
1447.304
0
0
0
0
9.896
0
0
9.896
CH4
35.618
1050.64
1015.022
0
0
0
0
35.618
0
0
35.618
C2H6
30.084
1188.11
1158.026
0
0
0
0
30.084
0
0
30.084
C2H4
33.218
995.96
963.345
0.95
0.346
0
0
32.615
0.604
0
33.218
C3H8
88.65
37.71
36.667
1506.01
1418.403
0
0
1.043
87.607
0
88.65
PROPY-01
606.105
158.82
154.532
3813.76
3211.943
0
0
4.288
601.817
0
606.105
ISOBU-01
30.355
113.12
108.333
1198.34
1172.772
0
0
4.787
25.568
0
30.355
N-BUT-01
11.087
47.99
45.259
391.38
383.024
0
0
2.731
8.356
0
11.087
1-BUT-01
29.639
49.63
47.32
471.63
444.301
0
0
2.31
27.329
0
29.639
ISOBU-02
3.849
0
0
68.92
65.071
0
0
0
3.849
0
3.849
TRANS-01
23.904
46.32
43.688
436.54
415.268
0
0
2.632
21.272
0
23.904
CIS-2-01
19.007
61.21
57.441
312.72
297.482
0
0
3.769
15.238
0
19.007
N-PEN-01
1.36
0
0
173.55
172.19
0
0
0
1.36
0
1.36

2、 单元操作参数

表 单元操作数据

C-401
C-402
C-403
操作压力ATM
9.384
15.40
1.575
全塔压降kg/cm2
0.3
1.0
0.40
理论板数
20
10
21
进料板
塔顶/塔底
塔顶/塔底
4
初值1
初值2

塔顶产品2200kg/h
回流比2.50

3、 设计规定

C-401
C-402
C-403
热力学
ELECNRTL
真实组份
收剑方法：标准
阻尼：中
UNIFAC-LL

ELECNRTL
真实组份
收剑方法：宽沸程
阻尼：中
设计规定1

冷凝器温度40
设计规定2

塔底贫液中H2S 50ppm
变量1

塔顶产品1200-2800kg/h
变量2

回流比0.5-3.0

三、软件版本
采用ASPEN PLUS 软件12.1版本,文件名C-401MDEA.APW

炼厂含硫污水汽提流程模拟计算

一、工艺流程简述
炼厂加工装置，都排放一定的污水，污水中含有H2S和CO2、NH3等酸性气体，这些污水不能直接排放到污水厂，需经过汽提脱除其中的酸性气体，一般汽提后污水中H2S含量≤30mg/l的要求，NH3≤80mg/l的要求，净化合格后的污水才能排放。
但水、H2S和CO2、NH3等酸性气体过程为强非理想过程，一般的软件和热力方法对该过程的模拟，结果都欠佳，ASPEN PLUS软件中有脱除水中酸性气体的专用数据包（APISOUR），对于该过