PROII高级培训班笔记1.doc

PRO/II 高级培训班笔记（2005.11.08—11.11）
11.08

热力学方法的选择至关重要，介绍最基本概念从应用角度讲；后面讲一些单元过程：闪蒸过程（包括一些基本概念，特殊的像逆向冷凝( 温度越高气相量越少，有两个泡点)和逆向汽化）和蒸馏过程（一些基本概念和节能方法）；流程迭代和收敛方法；特殊的流程模拟计算过程。
一、 热力学方法讲座

低温甲醇洗系统：体系极性物质比较多，Pro/ii 没有合适的热力学方法，与实际的设计相差太远，像有一个塔的塔釜温度；需要特殊的软件包才行。
一些极性强的物系通用模拟软件很难计算的很准。
需要把计算的数据与实际数据去比较看是否正确。
1、 热力学方法概述
分离过程计算
换热器设计和核算 要求焓值和其他性质计算
压缩机膨胀机设计 要求熵值及其他性质计算
塔水力学计算、管线阻力降、直径计算
2、热力学方法应用步骤
1 确定物系的性质：极性或非极性物质
水、醇、酸、酮、醛、酯等都是极性物质
2 选择适合物系的正确热力学模型
非极性-状态方程法或通用关联式法
极性物质-活度系数法
确定该物系的关键二元对
核实该关键二元对的相互作用参数
估算缺少的其他二元对的相互作用参数：自己找数据或用缺省的（不准），pro/ii 现在可以通过自己的实验数据（相平衡数据等）来回归，有这个功能。

什么是相平衡常熟？

定义： K=Yi/Xi 是温度压力的函数

状态方程：PV=RT

参考：
低压（绝压小于2atm）轻烃类混合物的气象可以认为是理想气体；中压（15-20），----的气象可以认为是理想溶液，但不是理想气体；高压下非理想
对于实际体系，需采用逸度、逸度系数等

实际体系相平衡常熟计算的三类方法

1、非极性物质：
状态方程法 Ki=yi/xi= 用来算逸度系数
SRK方程对于氢气误差很大，
PR方程，比SRK还要准确；这两个是烃系统计算比较好的方程

2、极性物质：
液体活度系数模型
液相：活度系数模型；气相：状态方程
液体活度系数模型：
Margules(1895)
Van Laar(1910)
Wilson(1964)(现仍在使用,只能用于气-液系统)
Non-random Two-Liquid (NRTL)(1968)（可用于气-液-液）
Regular Solution(1975)(准确性不高)
UNIQUAC(1975)(准确性也不很好)
UNIFAC(1975)(基团贡献法，应用较多，不需要任何的二元交互作用参数)
有一本书：气体和液体的性质，英文版，比较好

首选NRTL方程，其次可以选择Wilson方程，再不行用UNIFAC方程

NRTL
优点：
有效的关联化学品系统在低压下的性质
容易使用无限稀释活度系数数据
可根据基团贡献进行预测
许多物系的二元相互作用参数可从DECHEMA丛书（有四十几册）中查出。DECHEMA出了光盘版，总共需六七十万欧元，可购买部分数据库。

局限性：
只能用于液相；
可用的温度压力范围很窄（常压附近，实验数据的温度，一定注意）；
对超临界组分许采用亨利常数
无法计算紧接或在临界点时的K
计算其他热力学性质时无一致性。

UNIFAC 不使用多官能团和分子量大于400的物质以及 无法预测异构化的影响。

活度系数模型需要实验数据模型，用来确定二元交互作用参数。

超临界组分采用亨利定律处理。
当选择亨利定律后，对于组分T《400K，会自动使用亨利定律，用户可以定义溶质组分

RRO/II 包括了 NRTL和 UNIQUAC方程的大量二元相互作用参数的数据库，是从DECHEMA数据库回归而得。应注意适用的温度压力范围。
RRO/II 包括了衡沸物质的数据库，他可以采用“fill-in” 功能，产生缺少的二元交互作用参数；（准确性不一定好）
除UNIFAC和Regular Solution 外，所有其他方法均须二元参数

推荐：
非理想体系 NRTL， with FILL=AZEOTROPE，UNIFAC
含离子系统 Electrolytes
强酸 NRTL

3、通用关联式模型 （非极性物质）
1972年以前
KDATA
BK10(1960) 常减压系统用的比较多,催化分馏塔也可以
Chao-Seader(1961) 在六十年代很有名，在某些炼油装置中模拟结果与实际很符合，如FCC系统等
Chao-Seader-Erbar-Extension 用的人不多
Grayson-Street（1963）
Grayson-Street-Erbar-Extension
Improved Grayson-Street

水的处理

严格的VLLE 气液液三相计算几乎是不可能的

特殊的数据包，要注意1、适用的压力、温度范围；2、浓度范围3、组分的要求
低温系统 BWR 8参数方程
PRO/II 只对于气液平衡分离过程做的比较好，对于气固、液固分离算得不好，对于反应系统也不很好。
IEC英文期刊：气液平衡数据

单元过程

闪蒸： Dew Point 露点 Isentropic 等熵过程
Duty=0 为绝热闪蒸，相当于节流阀，一般物料进塔前经过节流阀减压至塔压进塔（等焓节流）
逆向冷凝、逆向气化两种特殊现象

蒸馏塔类型

常规蒸馏塔
复杂塔
吸收塔
蒸出塔，解吸塔 Stripper
再沸吸收塔 Reboiled absorber

萃取蒸馏塔
恒沸蒸馏塔

11.09
塔的通用平衡级和模型方程组
塔模型的独立方程数和独立变量数

对于一般的塔模型，模型方程组里面有两个Q，计算之前很难给出，所以之前就要用变量替换的方法给出两个Specifications，来替换两个Q。

在算法里面，如果用 inside-out 不收敛，可以先换一下 sure 法，看能否收敛
如果是极性比较强的， 萃取、恒沸精馏等，不容易收敛的，可以用Chemdist试试。
RateFrac 是基于速率的方法，包含了塔的类型

塔的初始参数很重要，给的不好就会很难收敛。

当采用 i-o 和 sure 没有收敛时，可以调整Convergence Data 里面的参数。Damping Factor 不要小于0.6，否则计算很慢也不见得收敛。

塔工艺参数的相互影响

当进料位置不当时，回流比增加，冷凝器、再沸器负荷增加，分离精度下降。

工艺规定的收敛难易：

易：回流比+ 采出量
回流比+温度

不易温度+采出量
温度+分离要求
采出量+分离要求
两个分离要求

如果实际塔内某一层板出现干板，则可在规定时，规定这一块板的流量（可以稍微规定的大一些），强制塔在此收敛。

塔板效率的计算
Murphree效率（实验研究用的比较多，设计计算用的比较少）

实际塔板上物料进出口浓度差与达到平衡时浓度差之比：

全塔效率： 在一定回流比和要求之下，所需理论板数与实际板数之比

1、 Drickaner-Bradford 法

E0=0.17-0.616LOG（u）
2、 O‘connell方法 （用的最多）
E0= 49{ ua}-0.25
u-塔顶底平均温度下进料的黏度
a—轻重关键组分的平均相对挥发度
3、其他方法
AICHE方法（1958）
Winckle方法 （1963）

吸收塔的效率最低，大约只有10-30%；解吸塔和吸收蒸出塔在30-45之间；一般的塔在60—90%之间。由于物系的非理想性，有些情况下效率大于100%,一般按60-90%考虑，也就是说每块实际板相当于一块多理论版。
说明书35、71页有常压塔不同段效率表

精馏段和提馏段的划分

原则：塔内气液相流量相减，若塔段具有净的向上的流量，则为精馏段；若塔段具有净的向下的流量，则为提馏段。（来自国外一些教科书、参考书）

最佳进料板位置的选择：

如果进料板以下出现一段恒浓区，则表明提馏段过多了，进料板需要下移。
选中PRINT OPTION---PLOT COLUMN RUSULT—SEPARATION FACTOR-PROFILES
可看出进料板附近又没有恒浓区。（粗略看一下是否合适）

灵敏度分析和工况研究可以分析出最佳进料板位置：Input---case study parameter（工况研究）

塔板水力学的计算

Flooding factor 液泛因子

蒸馏塔的节能方法

1、 进料板位置，回流比的选择
2、 进料状态：对于塔顶产品占主要比例的蒸馏塔，尽可能采用全气相进料；对于塔釜产品占主要比例的蒸馏塔，气相进料并不节能。
3、 中间再沸器和中间冷凝器。 中间冷凝器一般放在精馏段，中间再沸器放在提馏段。加热介质和冷剂品味的降低，会节能、降低成本。中间再沸器在乙烯装置中应用很多。
4、 热泵蒸馏。近些年应用不多，应用场合受到限制，分离介质要求较高
5、 热耦蒸馏：可以用来分离三元组分，比常规塔节能30%
6、 无冷凝器和再沸器的蒸馏塔。精馏段在提馏段内部，精馏段加压，通过塔壁传热，节能60%。目前日本已经中试成功。

流程的迭代及收敛问题

循环系统，如果返回物料超过进料量的两倍则要提前给初值，否则很难收敛

反馈控制器

控制参数的数值必须控制
控制目标的数值不得固定

软件例题中有丙烯精馏塔的例题 P1_C3_splitter

换热器计算

计算器
中间变量 V数组
R数组为希望打印出来的

虚拟物流不做物料平衡，可用来进行泵、换热器等的计算

优化器的计算

石油馏分的计算
5%点和95点比较准，初馏点和终馏点拟合不准。
轻组分一般也要给出，这样计算比较准确。C6和比它低的都按轻组分处理。

数据回归： input—regress data
轻组分一般也要给出，这样计算比较准确。C6和比它低的都按轻组分处理。

FCC吸收稳定系统与气分装置联合优化技术开发
1、 取消气体分馏装置中的脱乙烷塔
2、 丙烯回收率提高到98%以上
3、 优化催化装置，吸收稳定系统中丙烯浓度低于1%
4、 广石化两套气分装置改造后年经济效益净增800万元。两套32万吨气分。

气分1-设计生产能力13.7万吨，气分2 改造后18万吨
液化气中c2浓度降低到0.1-0.01%，吸收稳定系统中丙烯浓度低于1%
解吸塔的进料温度从40提高独傲70-80，虽单独对解吸塔起到节能作用，确使整体经济效益严重下降。 该温度应控制在40左右，可使干气中c3浓度下降，从而取得较好的总体效益。

（粗汽油流量+补充吸收剂流量）/（富气流量） 〉3
不满足的需要增加富气流量。可以使干气中c3浓度小于3%

稳定塔釜温应控制在 之间，尽量高，增加附加值高物质的含量。
去除不适当的保温。

化工过程模拟和相关先进技术 ------化工进展，2000年左右

练习题
1、空气98% 水2% 摩尔浓度，空气降到多少会出现水珠
2、设备取操作压力1.2倍，物料 乙烷3 丙烯50 丁烷 42 戊烷 5% 气相摩尔分数0.2 操作温度60度，问设计压力取多少
3、液化气罐里的 乙烷2 丁烷47 丙烷46 c5 5 ，设计压力15kg/cm2， 假设液化气10kg，容积0.047m3，外面着火，问温度多高爆炸

天然气脱硫可以看教材，有三个部分都作了说明
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