希望对初学者有所帮助。具体内容为
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Prob-20 蒸馏塔设计算例(1)
1、工艺条件
有一泡点物料， F=100kgmol/hr；物料组分和组成如下：
进料组分和组成
组分 C2H6 C3H8 C4H10 C5H12
组成（mol% ） 1 79 12 8
2、设计要求
试设计蒸馏塔，将 C3 和 C4 分离；塔顶物料要求 butane 浓度小于 0.1％，
塔釜物料要求propane浓度小于0.1％；
试确定该物料的进塔压力；塔的操作压力，理论板数，进料位置，回流比，
冷凝器及再沸器热负荷；
公用工程条件：冷却水30℃，蒸气4kg/cm2(温度143℃)；
冷凝器设计要求热物料入口温度与水进口温之差大于 10℃，水的允许温升
为10℃；再沸器冷物料入口温度与蒸气进口温差大于15℃。
塔的回流比取最小回流比的1.2倍。
模拟计算采用SRK方程；
3、塔简化法提示
简化法塔的操作压力无填写对话框，故进料的压力即默认为操作压力。
4、简化计算说明
（1） 须根据公用工程条件确定操作压力，即塔顶冷凝器须采用冷却水冷却，故
塔顶上升气相温度应不低于 40℃；塔釜再沸器采用蒸气加热，进再沸器
物料温度不得高于128℃。操作压力可以采用简化法试算，即先假设一操
作压力，若温度未满足要求则调整压力，直至温度要求满足为止。
（2） 采用简化法，求理论塔板数和回流比
先假设操作压力8kg/cm2,简化法计算如下图及表所示：
计算结果表明塔顶、塔釜温度分别为 16℃和 80.4℃，均不满足要求，故
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须提高塔的操作压力。
S2
SCD1
S1
S3
Stream Name S1 S2 S3
Stream Description
Phase Liquid Liquid Liquid
Temperature C 23.570 16.021 80.430
Pressure KG/CM2 8.000 8.000 8.000
Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.060 19.940
Composition
ETHANE 0.010 0.012 0.000
PROPANE 0.790 0.987 0.001
BUTANE 0.120 0.001 0.598
PENTANE 0.080 0.000 0.401
（3） 再假设操作压力16kg/cm2，进行简化计算，结果如下表：
Stream Name S1 S2 S3
Stream Description
Phase Liquid Liquid Liquid
Temperature C 53.643 44.246 114.992
Pressure KG/CM2 16.000 16.000 16.000
Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.060 19.940
Composition
ETHANE 0.010 0.012 0.000
PROPANE 0.790 0.987 0.001
BUTANE 0.120 0.001 0.598
PENTANE 0.080 0.000 0.401
简化计算结果塔顶、塔釜温度分别为44.2℃和115℃，均满足要求，故设
定压力合适。
简化计算的详细结果如下：
MINIMUM REFLUX RATIO 1.07745
FEED CONDITION Q 1.00000
FENSKE MINIMUM TRAYS 16.76383
OPERATING REFLUX RATIO 1.20 * R-MINIMUM
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TOTAL FEED R/R-MIN M/M-MIN REFLUX DUTY, M*KCAL/HR
TRAYS TRAY RATIO CONDENSER REBOILER
----- ---- ------- ------- ------ ---------- ----------
42 14 1.100 2.476 1.185 -5.246E-01 5.560E-01
39 13 1.150 2.349 1.239 -5.375E-01 5.689E-01
38 13 1.200 2.246 1.293 -5.505E-01 5.819E-01
36 12 1.250 2.156 1.347 -5.634E-01 5.948E-01
35 12 1.300 2.076 1.401 -5.763E-01 6.077E-01
简化法计算给出围绕规定的操作回流比和最小回流比的倍数（本例1.2）共5个
工况的计算结果，供用户选择。可取操作压力16kg/cm2，理论板38块，进料位
置13块，回流比1.293，作为严格计算的条件。
（4）塔的操作压力计算机自动确定方法
方法1：应用反馈控制求取
采用反馈控制功能计算塔的操作压力。此时控制目标可设为塔顶的操作温度，如
42℃，由于简化法模块不支持塔压作为控制变量，故控制变量须设为进料的压力。
计算结果如下：
Stream Name S1 S2 S3
Stream Description
Phase Liquid Liquid Liquid
Temperature C 51.197 41.967 112.192
Pressure KG/CM2 15.199 15.199 15.199
Flowrate KG-MOL/HR 100.000 80.060 19.940
Composition
ETHANE 0.010 0.012 0.000
PROPANE 0.790 0.987 0.001
BUTANE 0.120 0.001 0.598
PENTANE 0.080 0.000 0.401
可以看出，当塔压为15.2kg/cm2时，塔顶、塔釜温度均符合设计要求。
方法2：应用灵敏度分析求取
采用case study模块，做不同进料压力下的简化法计算，结果如下：
CYCLE PRES TEMP1 TEMP2
NUMBER KG/CM2 C C
------ ------------ ------------ ------------
Base 8.0000 16.0208 80.4295
1 8.0000 16.0208 80.4295
2 9.0000 20.4519 85.8435
3 10.0000 24.5353 90.8374
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4 11.0000 28.3304 95.4803
5 12.0000 31.8817 99.8281
6 13.0000 35.2239 103.9227
7 14.0000 38.3846 107.7977
8 15.0000 41.3860 111.4800
9 16.0000 44.2462 114.9918
10 17.0000 46.9803 118.3516
可以看出，塔压为15kg/cm2以上时，塔顶、塔釜的温度均符合设计要求，
可从中选取适当者。
5、严格法计算
（1） 计算条件
严格法条件和简化法略有不同，兹简述如下：
塔顶压力设为16kg/cm2，冷凝器压力15.8kg/cm2,全塔压降0.2kg/cm2;
进料压力设为16.5kg/cm2；
设计规定1：回流比1.293;
设计规定2：塔顶采出量80kgmol/hr;
其余参数采用简化法计算结果。
（2） 计算结果
STREAM ID S1 S2 S3
PHASE LIQUID LIQUID LIQUID
FLUID MOLAR FRACTIONS
1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 2.4704E-14
2 PROPANE 0.7900 0.9867 3.1377E-03
3 BUTANE 0.1200 7.8392E-04 0.5969
4 PENTANE 0.0800 1.7163E-07 0.4000
TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0000 20.0000
TEMPERATURE, C 55.1282 43.6750 115.4374
PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000
分析计算结果，塔顶物料中 butane 的浓度为 0.00078，超出分离要求；塔釜物
料中 propane 浓度为 0.0031，尚未达要求，故须进一步调整操作条件，使之达
到设计要求。
调整方法 1：人工调整，由于塔顶物料中 butane 浓度超出分离要求，故可适当
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增加塔顶采出量，设调整为80.07kgmol/hr，则各物料组成如下：
STREAM ID S1 S2 S3
NAME
PHASE LIQUID LIQUID LIQUID
FLUID MOLAR FRACTIONS
1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 4.6558E-16
2 PROPANE 0.7900 0.9866 7.8067E-06
3 BUTANE 0.1200 8.7565E-04 0.5986
4 PENTANE 0.0800 1.8125E-07 0.4014
TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0700 19.9300
TEMPERATURE, C 55.1282 43.6794 115.7705
PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000
此时，塔顶、塔釜分离要求均达到，操作压力、温度均符合规定工艺条件。计算
符合要求。
调整方法2：改变塔计算的工艺规定设置，设定塔顶、塔釜的分离要求均为0.001。
计算结果如下：
STREAM ID S1 S2 S3
NAME
PHASE LIQUID LIQUID LIQUID
FLUID MOLAR FRACTIONS
1 ETHANE 1.0000E-02 0.0125 1.2051E-14
2 PROPANE 0.7900 0.9865 1.0000E-03
3 BUTANE 0.1200 1.0002E-03 0.5978
4 PENTANE 0.0800 2.2914E-07 0.4012
TOTAL RATE, KG-MOL/HR 100.0000 80.0602 19.9398
TEMPERATURE, C 55.1282 43.6840 115.6753
PRESSURE, KG/CM2 16.5000 15.8000 16.2000
-------- REFLUX RATIOS --------
MOLAR WEIGHT STD L VOL
--------- --------- ---------
REFLUX / FEED STREAM S1 0.9870 0.9056 0.9466
REFLUX / LIQUID DISTILLATE 1.2329 1.2329 1.2329
由于规定了塔顶、塔釜的分离要求，从计算结果可以看出塔顶 butane 和塔釜
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propane的浓度均达到0.001。而回流比只有1.2329，比简化法计算所得的1.293
略小。
6、进料位置分析
塔的工艺条件全面满足后，还须分析进料位置是否恰当，是否是最佳进料位置。
在蒸馏塔设计中进料板位置分析十分重要，绝对不能忽视。可以采用优化器或其
它多种方法来确定最佳进料板位置；其中灵敏度分析是较准确、可靠的方法。
方法1：灵敏度分析法
原进料板设定：13板；
灵敏度分析：进料板从10～27板变化，每一板均作计算；
灵敏度分析目标参数：由于设定了塔的顶、底分离要求作为工艺规定，则回流比
最小时的进料板即为最佳进料位置。
下表给出了随进料板位置变化，塔的回流比、冷凝器和再沸器热负荷的变化。可
以看出，21块板进料时，这三个参数均最小。也即21板为最佳进料板位置。
FEED REFLUX Condenser Reboiler
Tray Ratio Duty Duty
M*KCAL/HR M*KCAL/HR
------ ------------ ------------ ------------
10 1.5959 -0.6570 0.6816
11 1.4325 -0.6157 0.6403
12 1.3175 -0.5865 0.6112
13 1.2331 -0.5652 0.5898
14 1.1691 -0.5490 0.5736
15 1.1193 -0.5364 0.5610
16 1.0798 -0.5264 0.5510
17 1.0480 -0.5183 0.5429
18 1.0227 -0.5119 0.5365
19 1.0027 -0.5069 0.5315
20 0.9883 -0.5032 0.5279
21 0.9807 -0.5013 0.5259
22 0.9832 -0.5019 0.5266
23 1.0023 -0.5068 0.5314
24 1.0501 -0.5188 0.5435
25 1.1449 -0.5428 0.5675
26 1.3311 -0.5900 0.6146
27 1.6706 -0.6759 0.7006
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方法2：优化器
优化器参数设定如下：
目标函数为回流比最小，优化变量为进料板位置，起始进料板位置为 13 块。计
算结果如下：
BEST OBJECTIVE FUNCTION = 9.79614E-01 AT CYCLE NUMBER 4
*** FRACTIONAL RELATIVE CHANGE IN OBJECTIVE IS LESS THAN 5.0000E-03 ***
VARY --------- VARIABLE ----------
INDEX INITIAL VALUE OPTIMUM VALUE
----- ------------- -------------
1 1.30000E+01 2.12468E+01
OPTIMIZER HISTORY
---- VALUES ----
CYCLE 1 2 3 BEST - 4
---------- ----------- ----------- ----------- -----------
VARY 1 1.3000E+01 1.6600E+01 2.1640E+01 2.1247E+01
OBJECTIVE 1.2329E+00 1.0657E+00 9.8153E-01 9.7961E-01
优化器迭代4次即得到最优解，计算的最佳进料板位置为21.24块，和灵敏度分
析得到的结果一致。板数出现小数是由于计算机迭代自动选取步长的缘故，如规
定步长为整数，则不会出现这一问题。
但在许多情况下，优化器计算并不能得到真正的最佳进料板位置，非常可能得到
的是次优解或非最优解。故采用优化器计算时决不能掉以轻心，轻易相信所得的
计算结果，必须仔细进行分析，确认得到的是真正最优解。
7、简化法与严格法比较
从上述两种方法的计算结果可以看出以下问题：
（1） 进料板位置两种方法存在较大差异
简化法求出进料板位置为13板；
严格法通过灵敏度分析求得最佳进料板位置为21板；
（2） 回流比及热负荷的不同
简化法与严格法计算所得回流比和热负荷均存在一定差别，若进行进料板
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位置优化后，可以获得较大的节能效果。如下表所示：
工况 简化法 严格法 严格法 节能幅度**
（13板进料） （13板进料） （21板进料） （％）
回流比(mol) 1.293 1.233 0.98 －
冷凝器热负荷 -0.5505 -0.5652 -0.5013 11.3
（Mkcal/hr）
再沸器热负荷 0.5819 0.5898 0.5259 10.83
（Mkcal/hr）
**指与严格法进料位置未优化时相比
从上表数据可知，进料位置的优化相当重要，可使能耗较大幅度的下降，本
例中冷凝器和再沸器的热负荷均下降了10％以上。
（3） 计算准确性之异同
从计算准确性来说，严格法可以准确的预测塔顶、塔釜的物料组成；进料位
置和回流比。这是简化法所无法做到的。
8、结论
(1) 简化法所得的理论板数和回流比可以作为严格法的一个很好的初值，在
此基础上采用严格法再作深入的计算和分析，最终得到准确的蒸馏塔工
艺设计数据。
(2) 蒸馏塔的计算必须采用严格法，才能得到准确、可靠的结果。
9、其它节能措施－进料状态的优化
假设存在 90℃的热水可以无偿使用，试问该蒸馏塔应如何节能。（文件
column-2）.
已知条件：冷却水0.60元/吨，蒸气90元/吨。蒸气汽化潜热510kcal/kg，
冷却水温升8℃。
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作进料板 21 块时的灵敏度分析，计算结果如下（未考虑进料状态不同时，
最佳进料板的不同）：
CYCLE REFLUX TEMP Condenser Reboiler LIQUID
NUMBER MOLE C M*KCAL/HR M*KCAL/HR Frac
------ ------------ ------------ ------------ ------------ ------ ------
Base 0.9802 55.1300 -0.5012 0.5257 0.9998
1 0.9802 55.1300 -0.5012 0.5257 0.9998
2 1.0161 56.7420 -0.5102 0.4715 0.8128
3 1.0543 58.3540 -0.5199 0.4263 0.6538
4 1.0939 59.9660 -0.5299 0.3898 0.5219
5 1.1344 61.5780 -0.5402 0.3600 0.4116
6 1.1756 63.1900 -0.5506 0.3357 0.3183
7 1.2179 64.8020 -0.5613 0.3156 0.2381
8 1.2609 66.4140 -0.5722 0.2987 0.1680
9 1.3040 68.0260 -0.5831 0.2844 0.1061
10 1.3483 69.6380 -0.5943 0.2723 0.0505
11 1.3930 71.2500 -0.6056 0.2618 3.68124E-05
12 1.4002 72.8620 -0.6075 0.2595 0.0000
冷却水量采用公式 Q=F(T2-T1)Cp
蒸气量计算公式 F=Q/H
得到基本工况和露点工况（第11号计算结果）的能耗和费用数据如下表：
进料温度 冷凝器负荷 水量/费用 再沸器负荷 蒸气量/费用 总计费用
(Mkcal/h) (吨/, 元/时) (Mkcal/h) (吨/,元/时) (元/时)
55.13 －0.5012 62.65/37.59 0.5257 1.03/92.70 130.29
71.25 －0.6056 75.70/45.42 0.2618 0.513/46.17 91.59
结论：
当存在废热可以应用时，可以将进料加热至露点再进塔，此时操作费用可从
原来泡点进料的130.29元/时减少到91.59元/时。节能幅度达到：
（130.29－91.59）/130.29＝29.7%
可见节能效果相当明显。
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10、计算器的应用
采用计算器可以十分方便的计算出操作费用，而无须人工手算。这在大量重
复计算的场合尤其方便。
(1) 有关工艺参数的提取
冷凝器和再沸器的热负荷是需要提取的参数，可在计算器的P数组中定义，
如下图所示：
热负荷提取出来之后便可计算出冷却水和蒸气的用量。
（2）结果数组名称输入
输出的结果可以任意定义，设需输出冷却水费用、蒸气费用和总费用三个
参数。则需在计算器的R数组中定义：
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（3）Fortran 程序
为得到所需的三个参数，需在计算器中编写下列程序：
（4）工况研究和计算器联合应用时的参数输出
计算器的结果可在工况研究中定义和输出，如下图所示：
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（5）计算器结果
CYCLE FEEDT WATERCOST STEAMCOST TOTALCOST
C 元/时 元/时 元/时
------ ------------ ------------ ------------ ------------
Base 55.1300 37.5869 92.7680 130.3549
1 55.1300 37.5869 92.7680 130.3549
2 56.7420 38.2556 83.1966 121.4522
3 58.3540 38.9879 75.2248 114.2126
4 59.9660 39.7464 68.7814 108.5277
5 61.5780 40.5151 63.5392 104.0543
6 63.1900 41.2995 59.2434 100.5429
7 64.8020 42.0986 55.6919 97.7905
8 66.4140 42.9120 52.7201 95.6320
9 68.0260 43.7359 50.2054 93.9412
10 69.6380 44.5733 48.0586 92.6319
11 71.2500 45.4211 46.2028 91.6239
12 72.8620 45.5602 45.8012 91.3614
从以上数据可以看出进料的温度愈高，总费用愈低，故采用计算器可以很方
便的计算出分项费用和总费用。
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10、附录
（1） 附录1：塔计算简化法关键字输入文件（塔操作压力为16kg/cm2）
$ Generated by PRO/II Keyword Generation System <version 7.1>
$ Generated on: Wed Dec 13 10:39:45 2006
TITLE
DIMENSION METRIC, STDTEMP=0, STDPRES=1.03323
SEQUENCE SIMSCI
CALCULATION RVPBASIS=APIN, TVP=37.778
COMPONENT DATA
LIBID 1,ETHANE/2,PROPANE/3,BUTANE/4,PENTANE, BANK=PROCESS,SIMSCI
THERMODYNAMIC DATA
METHOD SYSTEM=SRK, SET=SRK01, DEFAULT
STREAM DATA
PROPERTY STREAM=S1, PRESSURE=16, PHASE=L, RATE(M)=100, &
COMPOSITION(M)=1,1/2,79/3,12/4,8
UNIT OPERATIONS
SHORTCUT UID=SCD1
FEED S1
PRODUCT STREAM=S2, RATE(M)=80, PHASE=L, DP=0
PRODUCT STREAM=S3, PHASE=L, DP=0
CONDENSER TYPE=BUBB
EVALUATE MODEL=CONV, TRIAL=50, KEYLIGHT=2, KEYHEAVY=3, &
RRMIN=1.2
FINDEX 2
SPEC STREAM=S2,FRACTION, COMP=3,WET, VALUE=0.001
SPEC STREAM=S3,FRACTION, COMP=2,WET, VALUE=0.001
END
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（2） 附录2： 塔计算严格法关键字输入文件（工艺规定为塔顶、塔釜分离要
求0.001，包括进料板位置的灵敏度分析）
$ Generated by PRO/II Keyword Generation System <version 7.0>
$ Generated on: Wed Dec 13 12:30:54 2006
TITLE
PRINT STREAM=ALL, RATE=M,WT, FRACTION=M,WT
DIMENSION METRIC, STDTEMP=0, STDPRES=1.03323
SEQUENCE SIMSCI
CALCULATION RVPBASIS=APIN, TVP=37.778
COMPONENT DATA
LIBID 1,ETHANE/2,PROPANE/3,BUTANE/4,PENTANE, BANK=PROCESS,SIMSCI
THERMODYNAMIC DATA
METHOD SYSTEM=SRK, SET=SRK01, DEFAULT
STREAM DATA
PROPERTY STREAM=S1, PRESSURE=16.5, PHASE=L, RATE(M)=100, &
COMPOSITION(M)=1,0.01/2,0.79/3,0.12/4,0.08, NORMALIZE
UNIT OPERATIONS
COLUMN UID=T1
PARAMETER TRAY=38,IO=30
FEED S1,13
PRODUCT OVHD(M)=S2,79.9999, BTMS(M)=S3, SUPERSEDE=ON
CONDENSER TYPE=BUBB, PRESSURE=15.8
DUTY 1,1,,CONDENSER/2,38,,REBOILER
PSPEC PTOP=16, DPCOLUMN=0.2
PRINT PROPTABLE=PART, KEYLIGHT=2,2, KEYHEAVY=3,3
ESTIMATE MODEL=CONVENTIONAL, RRATIO=20
SPEC STREAM=S2,FRACTION, COMP=3,WET, VALUE=0.001
SPEC STREAM=S3,FRACTION, COMP=2,WET, VALUE=0.001
VARY DUTY=1,2
PLOT SFACTOR
REBOILER TYPE=KETTLE
CASESTUDY OLDCASE=BASECASE, NEWCASE=CS1
PARAMETER ID=PARAM1, COLUMN=T1, FTRAY(1), STARTVALUE(ACT)=10, &
STEP(ACT)=1, CYCLES =1,18
RESULT ID=REFLUX, COLUMN=T1, RRATIO
RESULT ID=DUTY-1, COLUMN=T1, DUTY(1,KC/H)
RESULT ID=DUTY-2, COLUMN=T1, DUTY(2,KC/H)
END
[ 本帖最后由 yzjie 于 2009-9-11 19:23 编辑 ] |
狗仔卡
提升卡
置顶卡
沉默卡
变色卡