马后炮化工论坛-第五章

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一、蒸馏基本原理 １、蒸馏概述　２、拉乌尔定律 二、精馏 １、精馏概述　２、精馏原理　３、精馏过程　４、物料衡算　５、板式塔 １、蒸馏概述　、 （１）　蒸馏的原理　利用混合物在一定压力下各组分相对挥发度　（沸点　沸点）的不同进行分离的一种单元操作。

　沸点 易挥发组分——低沸点组分 难挥发组分——高沸点组分 （２）蒸馏及精馏的分离依据　） 液体均具有挥发成蒸汽的能力，但各种液体的挥发性各不相同。

习　惯上，将液体混合物中的易挥发组分Ａ称为轻组分，难挥发组分Ｂ则称为　重组分。

将液体混合物加热至泡点以上沸腾使之部分汽化必有ｙＡ＞ｘＡ；　反之将混合蒸汽冷却到露点以下使之部分冷凝必有ｘＢ＞ｙＢ。

上述两种情　况所得到的气液组成均满足： ｙＡ　ｘＡ　＞　ｙ　Ｂ　ｘＢ 部分汽化及部分冷凝均可使混合物得到一定程度的分离，它们均是　籍混合物中各组分挥发性的差异而达到分离的目的，这就是蒸馏及精馏　分离的依据。

蒸馏及精馏的分离依据 原料液 加　热　器 减　压　阀 塔顶产品 ｙＡ Ｑ ｘＡ 闪　蒸　罐 ｙ　Ａ　＞　ｘＡ 或 ｙＡ　ｘＡ　＞　ｙ　Ｂ　ｘＢ 塔底产品 （３）蒸馏的分类　） 简单蒸馏　平衡蒸馏　（闪蒸）　按蒸馏方式　较易分离的物系或对　分离要求不高的物系　难分离的物系　恒沸蒸馏　特殊精馏　萃取蒸馏　水蒸汽蒸馏　很　难　分离　的　物系　或　用　普　通方　法　难以　分　离的物系 精馏 常压　按操作压强　加压 一般情况下多用常压　常压下不能分离或达不到分离要求 减压　双组分　混合物中组分　多组分　间歇　按操作方式　连续 ２、两组分理想物系的汽液平衡－拉乌尔定　、两组分理想物系的汽液平衡　拉乌尔定　律 １、汽液相平衡关系式拉乌尔定律　、汽液相平衡关系式　拉乌尔定律 ｐＡ　＝ ｏ　ｐＡｘＡ ＝ ０　ｐＡｘ ｏ　０　ｐＢ　＝　ｐＢ　ｘＢ　＝　ｐＢ　（１？　ｘ） ｏ　ｏ　ｐＡ　，　ｐＢ　手册中查 平衡温度下纯组分的饱和蒸汽压力 Ｘ溶液中组分的摩尔分数 当溶液沸腾时，溶液上方的总压等于各组分的蒸气压之和 ｏ　Ｐ　＝　ｐＡ　＋　ｐＢ　＝　ｐｏ　ｘ　＋　ｐＢ　（１？　ｘ）　Ａ ｏ　Ｐ？　Ｐ　Ｂ　Ｐｏ　？　Ｐｏ　Ａ　Ｂ ∴ｘ　＝ ｐＡ　ｐｏ　——由拉乌尔定律表示的气液平衡关系　Ａ　由拉乌尔定律表示的气液平衡关系　ｙ＝　＝　ｘ　Ｐ　Ｐ 二、精馏 １、精馏概述　、 平衡蒸馏以及简单蒸馏只能使混合液得到部分分离。

第五章蒸馏一、名词解释：1、蒸馏：利用混合物中各组分间挥发性不同的性质，人为的制造气液两相，并使两相接触进行质量传递，实现混合物的分离。

2、拉乌尔定律：当气液平衡时溶液上方组分的蒸汽压与溶液中该组分摩尔分数成正比。

3、挥发度：组分的分压与平衡的液相组成（摩尔分数）之比。

4、相对挥发度：混合液中两组分挥发度之比。

5、精馏：是利用组分挥发度的差异，同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。

6、理论板：气液两相在该板上进行接触的结果，将使离开该板的两相温度相等，组成互成平衡。

7、采出率：产品流量与原料液流量之比。

8、操作关系：在一定的操作条件下，第n层板下降液相的组成与相邻的下一层（n+1）板上升蒸汽的组成之间的函数关系。

9、回流比：精流段下降液体摩尔流量与馏出液摩尔流量之比。

10、最小回流比：两条操作线交点落在平衡曲线上，此时需要无限多理论板数的回流比。

11、全塔效率：在一定分离程度下，所需的理论板数和实际板数之比。

12、单板效率：是气相或液相通过一层实际板后组成变化与其通过一层理论板后组成变化之比值。

二、填空题：1、在精馏塔的任意一块理论板上，其离开塔板的液相泡点温度与离开塔板的气相露点温度的大小相比是_________。

相等2、当塔板上____________________________________________________时，称该塔板为理论塔板。

离开的汽相与液相之间达到平衡时3、直接水蒸汽加热的精馏塔适用于__________________________________________________的场合。

难挥发组分为水，且要求釜液中易挥发组分浓度很低4、简单蒸馏过程中，釜内易挥发组分浓度逐渐________，其沸点则逐渐_________。

降低，升高5、间歇精馏操作中，若欲保持馏出液组成不变，必须不断______________，若保持回流比不变，则馏出液组成________________。

第一章项目总论一、项目背景1. 项目名称、建设单位、企业性质及法人代表2. 承办单位概括注明项目所属的主管部门。

或所属集团、公司的名称。

中外合资项目应注明投资各方所属部门。

集团或公司的名称、地址及法人代表的姓名、国籍。

3. 项目建议书编制依据及原则3.1. 编制依据：原化学工业部一九九七年化计法[1997]426《化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定》（修订本）。

3.2. 编制原则：（1）指导思想：PX主要来自石油炼制过程的中间产品石脑油，经过催化重整或者乙烯裂解之后获得重整汽油、裂解汽油，再经过芳烃抽提工艺得到混合二甲苯，然后经吸附分离制取。

（2）严格执行国家有关法律、法规、规范和标准，高度重视环境保护、消防及安全卫生，三废排放执行国家“三废”排放标准GB16297－1996，厂界噪声执行国家GB12348-2008标准，使拟建装置成为环境保护、劳动安全和工业卫生都达标的文明生产工厂。

4. 项目提出的背景及意义二、项目概括1. 项目拟建地点：2. 项目建设规模与目的：3. 项目主要建设条件：4. 项目投入总资金及效益情况5. 项目主要经济指标：三、项目可行性与必要性对二甲苯（PX）是石化工业主要的基本有机原料之一，在化纤、合成树脂、、农药、医药、塑料凳诸多化工生产领域有着广泛的用途。

目前，主要用于生产精对苯二甲酸（PTA）和对苯二甲酸二甲酯（DMT），而PTA活DMT再与乙二醇反应生成聚对苯二甲酸乙二醇酯（PET）。

进入21世纪后，随着我国化纤行业的快速发展，尤其是聚酯工业实现了跳跃式发展，带动了PTA和PX产业的快速发展。

2006年，我国制定的《PX“十一五”建设项目布局规划》，为PX产业的发展提供了科学的规划和指导。

四、问题与建议（1）生产对二甲苯的方法很多种，例如歧化反应、烷基化反应、异构化反应等等，对于这么多方法，我们应该选择哪种方法才能将生产效率达到最大化呢？（2）在生产过程中，必然存在一些隐患，例如生产装置安全、环境保护等隐患，所以必须做好安全防护措施和环境保护措施等。

AutoPIPE 理论基础一. 坐标系定义规则由于 AutoPIPE 在定义支撑间隙以及土力学参数时与管道的局部坐标有关, 在结果查看上与全局坐标有关,因此有必要介绍一下坐标定义及间隙定义规则。

1. 全局坐标系定义在定义全局坐标时, AutoPIPE 会在建模的开始提示用户输入竖向坐标轴的方向,软件默认为 Y 轴为重力方向,这样 X 与 Z 轴处于水平面内。

全局坐标如下图:这里我们还要注意弯矩正方向的定义,是以右手螺旋规则定义的。

2. 管道段的方向在管道局部坐标的定义中, 需要首先确定出管道段的方向, 局部坐标中的 X 轴方向和管道段的方向一致。

下图中的箭头方向就是这个管道系统的段方向:3. 局部坐标定义(1 竖直方向直管的局部坐标定义管道段的方向为 local x方向,并且 local x与 Y 轴平行, x 是 Y 的前一个坐标次序, 因此 local Y应和 X 平行, local Z应和 X 平行,再有右手坐标系规则可以定出局部坐标正方向。

(2 非竖直方向直管的局部坐标定义同样管道段的方向确定 local x方向,另外 local Z始终处于水平面内, local Y的朝向是向上的,再有右手坐标系规则可以定出局部坐标正方向。

(3 弯管的局部坐标定义对于弯管,管道段的方向确定 local x方向, local y方向指向弯管的中心, local z 方向为弯管平面的法线方向,再有右手坐标系规则可以定出局部坐标正方向。

4. 间隙的定义在定义间隙时, 需要输入上下左右间隙的大小, 因此必须首先明白这些间隙方向的定义。

local y的正方向的间隙是上间隙, 负方向处的间隙是下间隙; local z的正方向的间隙是右间隙,负方向处的间隙是左间隙。

二. 土力学参数定义在土力学参数定义中, 需要定义出 Trans Horizontal, Longitudinal , Vertical Up和 Vertical Down四个方向的力-位移骨架曲线,因此用户应该首先明白这四个方向的定义。

五蒸馏习题解答1解:(1)作x-y图及t-x(y)图,作图依据如下:∵x A=(p-p B0)/(p A0-p B0); y A=p A0×x A/p以t=90℃为例,x A=/=y A=1008×760=t℃90100110120130x10y10(1+10(2)用相对挥发度计算x-y值:y=αx/[1+(α-1)x]式中α=αM=1/2(α1+α2)∵α=p A0/p B0α1=760/= ;α2=3020/760=∴αM=1/2(α1+α2)=1/2+=y=(1+由此计算x-y值亦列于计算表中,y-x图,t-x(y) 图如下:1 题附图2解:(1)求泡点:在泡点下两组分的蒸汽分压之和等于总压P,即:p A+p B=p A0x A+x B0x B=p求泡点要用试差法,先设泡点为87℃lgp A0= p A0==[mmHg]lgp B0= p B0==[mmHg]×+×=595≈600mmHg ∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A /p=p A 0x A /P=×600= (2)求露点:露点时,液滴中参与甲苯组成应符合下列关系: x A +x B =1或p A /p A 0+p B /p B 0=1 式中 p A =×760=304[mmHg]; p B =×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A 0= (103+=∴p A 0=[mmHg]lgp B 0= ∴p B 0=[mmHg] 于是 :304/+456/=<1再设露点为102℃,同时求得p A 0=; p B 0= 304/+456/=≈1故露点为102℃,平衡液相组成为x A =p A /p A 0=304/= 3解:(1)x A =(p 总-p B 0)/(p A 0-p B 0) =(p 总-40)/ ∴p 总=y A =x A ·p A 0/p =×=(2)α=p A 0/p B 0=40= 4解:(1) y D =?αD =(y/x)A /(y/x)B =(y D⎰-12x x xy dx: F=D+WFx F =Dx D +Wx W已知x F =,x D =,x W =,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=回收率 Dx D /Fx F =×=% 残液量求取:W/D=F/D-1=1/=∴W==(V -L)=(850-670)=[kmol/h] 8解:(1) 求D 及W,全凝量V F=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =,x D =,x W =(均为质量分率) F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=[Kg/h]; W=[Kg/h]由恒摩尔流得知:F78+92)=V78+92)[注意:如用质量百分数表示组成,平均分子量M m=1/(a A/M A+a B/M B)]解得 V=87[Kg/h] 由于塔顶为全凝器,故上升蒸汽量V即为冷凝量,(2) 求回流比RV=D+L ∴L=V-D==[Kg/h]R=L/D==(因为L与D的组成相同,故亦即为摩尔比)(3) 操作线方程.因塔只有精馏段,故精馏段操作线方程为y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)式中x D应为摩尔分率x D =( x D /M A)/[x D /M A+(1-x D )/M B]=78)/78+92)=∴y n+1=+= +操作线方程为:y n+1 = +9解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)= R=+ R==3(2) x D /(R+1)= x D /(3+1)= x D =(3) q/(q-1)= q=+ q==(4) +=+ '+= '+×'=× x q '=(5)0<q<1 原料为汽液混合物10解:(1) 求精馏段上升蒸汽量V和下降的液体量L,提馏段上升蒸汽量V'和下降的液体量L'.进料平均分子量: Mm=×78+×92=F=1000/=[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W×=D×+∴D=[Kmol/h]W=[Kmol/h]R=L/D, ∴L=×=[Kmol/h]V=(R+1)D=×=[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×+33320×=[KJ/Kmol]从手册中查得x F =时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=+×75)/=∴L'=L+qF=+×=[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=+×=[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=×30804+33320×=[KJ/Kmol]∴Qc=×=[KJ/h]耗水量 Gc=(50-20)=[Kg/h](3) 求再沸器热负荷及蒸汽耗量.塔的热量衡算Q B+Q F +Q R=Q v+Q W +Q LQ B=Q v+Q W +Q L-Q F -Q R该式右边第一项是主要的,其它四项之总和通常只占很小比例,故通常有: Q B≈Q V=V·I vIv=(r+Cpt)=+×=[KJ/Kmol]∴Q B=×=[KJ/h][KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522××18=[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r==h=×18=[Kg/h](4) 提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=解:提馏段: y m+1’=’(1)=L'x M'/V'-Wx W /V',L'=L+qF=RD+FV'=(R+1)DW=F-D,精馏段: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)= + --------(2)q线:x F = --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=×代入(2)=×+ ,x D =12解:(1) y1=x D =,=+x1=,y W=3×(3+1)+(3+1)=,=×x W +,x W =,(2) D=100 W==(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)= ∴R=提馏段方程 y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=精馏段操作线截距为 x D/(R+1)= ∴x D =提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W = x W∴x W =(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将 y=+y= 联立求解,得x=,y=因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=14解:(1) y1=x D =,x1=(4-3×=,(2) y2=1×(1+1)+2=(3) x D =x F =, y D =2+2=15解:(1) Fx F=Vy q+Lx q=(1/3)y q+(2/3)x qy q = /(1+∴x q= y q=(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)= R==D=×= W==x W=(Fx F-Dx D)/W= L=RD=×=; V=(R+1)D= L'=L+qF=+(2/3)×1=; V'=V-(1-q)F=3=y'=(L'/V')x'-Wx W/V'='×='16解:精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=(1+提馏段操作线方程y=其计算结果如下:N0 x y12345678910由计算结果得知:理论板为10块(包括釜), 加料板位置在第五块；17解:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )= )/ )=解得:x W =精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)= + --------(1)平衡线方程:y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x)或:x=y/(α-(α-1)y)=y/(3-2y) --------(2)交替运用式(1),(2)逐板计算:x D =y1= .x1=;y2=,x2=;y 3=,x3=<x W =∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =,x F =,x W =,R=5,精馏段操作线方程:y n+1=Rx n/(R+1)+x D/(R+1)=5x n/(5+1)+(5+1)=+图解:得理论板数为11块(不包括釜),包括釜为12块18题附图19解:(1) F=D+WFx F =Dx D +Wx WD=F(x F -x W )/(x D -x W )=100 = Kmol/h= Kmol/hW=F-D= Kmol/h(2) N T及N F =?x D =、x W =、q=1、R=；x D /(R+1)=作图得:N T =9-1=8(不含釜)进料位置: N F =6(3)L’,V’,y W及x W-1 19题附图∵q=1,V'=V=(R+1)DV'=+1)=hL'=L+qF=RD+F=×+100=h由图读得:y W =, x W-1=20解:(1) 原料为汽液混合物,成平衡的汽液相组成为x ,y平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ --------- (1)q线方程 (q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+ ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+=(1++ 解知,x=y=(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=×(1+×=R min=(x D -y e)/(ye-x e)= R=×R min=N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W)]/lgα=lg[(0. 95/0. 05)]/=x=(R-R min)/(R+1)= Y=(N-N min)/(N+1) Y=∴/(N+1)= 解得N= 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/+1=21(包括釜)求加料板位置,先求最小精馏板数(N min)精=lg[x D /(1-x D)×(1-x F )/x F]/lgα=lg[·]/=N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=×=则精馏段实际板数为 =取11块故实际加料板位置为第12块板上.22解:(1) 由y=αx/[1+(α-1)x]=(1+ 作y-x图由于精馏段有侧线产品抽出,故精馏段被分为上,下两段, 抽出侧线以上的操作线方程式: y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)=2/3x n + ----------- (1)侧线下操作线方程推导如下:以虚线范围作物料衡算 V=L+D1+D2Vy s+1=Lx s+D1x D1+D2x D2 ;y s+1=Lx s/V +(D1x D1+D2x D2)/V=Lxs/(L+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L+D1+D2);L=L0-D2, 则:y s+1=(L0-D2)x s/(L0-D2+D1+D2)+(D1x D1+D2x D2)/(L0-D2+D1+D2)=(R-D2/D1)x s/(R+1)+(x D1+D2x D2/D1)/(R+1)(R=L0/D1)将已知条件代入上式,得到:y S+1=+(2) 用图解法,求得理论塔板数为（5-1）块,见附图.22题附图23解:根据所给平衡数据作x-y图.精馏段操作线y n+1 =Rx n /(R+1)+x D /(R+1)= /+1)++1)= +q线方程与q线:料液平均分子量:M m=×+×18=甲醇分子汽化潜热:r=252×32×=[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×=[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=×+×=[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=××=[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[+(78-20)]/=q线斜率 q/(q-1)=1/13/0.13=提馏段操作线方程与操作线：由于塔釜用直接蒸汽加热,故提馏段操作线过横轴上(x W ,0)一点,于是在x-y图上,作出三条线,用图解法所得理论板数为块,可取8块(包括釜).24解:对全塔进行物料衡算:F1+F2=D+W ----------(1)F1x F1+F2x F2=Dx D +Wx W100×+200×=D×+W×100=+ -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=hL=RD=2×=241kmol/hV=L+D=241+=h在两进料间和塔顶进行物料衡算,并设其间液汽流率为L",V",塔板序号为s.V''+F1=D+L''V''y s+1"+F1x F1=L''xs''+Dx Dy s+1=(L''/V'')xs''+(Dx D -F1x F1)/V''L''=L+q1F1=241+1×100=341Kmol/hV''=V=y s+1"=(341/x s''+××/y s+1"=''+25解:对于给定的最大V',V=(R+1)D,回流比R愈小,塔顶产品量D愈大,但R 需满足产品的质量要求x D》, 故此题的关键是求得回流比R.由题已知加料板为第14层,故精馏段实际板数为13层,精馏段板数为:13×=取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[ y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)= =由y=x=(1-Y/(1/==(R-R min)/(R+1)∴R=+R min)/R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =y e=αx/[1+(α-1)x]=×(1+×==∴R min= ∴R=+/==∴D=V/(R+L)=+1)=[Kmol/h]故最大馏出量为[Kmol/h]26解:求n板效率: Emv =(y n-y n+1)/(y n*-y n+1),因全回流操作,故有y n+1 =x n ,y n =x n-1与x n成平衡的y n*=αx n/[1+(α-1)x n]=×(1+×=于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=求n+1板板效率:Emv=(y n+1 -y n+2)/(y n+1* -y n+2)=(x n-x n+)/(y n+1*-x n+1 )y’n+1=×(1+×=∴Emv=解:由图可知:该板的板效率为 Emv=(y1-y )/(y1*-y W)从图中看出,y1=x D =,关键要求y1*与y W .由已知条件 Dx D /Fx F =∴D/F=×=作系统的物料衡算: Fx F =Dx D +Wx WF=D+W联立求解: x F =Dx D /F+(1-D/F)x W=×+x W解得x W = 习题27附图因塔釜溶液处于平衡状态,故y W=αx W/[1+(α-1)x W]=×(1+×=y W与x1是操作线关系.y n+1 =L'x n /V'-Wx W /V'=Fx n /D-Wx W/D =Fx n /D-(F-D)x W /D=Fx n /D-(F/D-1)x W∴y n+1 =x n /(1/=当 y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +/=+/=与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=×(1+×=∴ Emv=解:(1)精馏段有两层理论板,x D =,x F =,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F =线交于d.提馏段有两层理论板,从点d开始再用试差法作图,得提馏段操作线bd，得：x W =x D/(R+1)===F=D+W Fx F =Dx D +Wx W 100=D+W100×=D×+W×得 D=hV'=V=(R+1)D=×=400Kmol/h 28题附图(2)此时加入的料液全被气化而从塔顶排出,其组成与原料组成相同,相当于一个提馏塔. 29解:(1)D=η,Fx F /x D=×100×=h,W=hx W= /W=×100×=∵q=1 ∴x q = 查图得y q =R min=(x D -y q )/(y q -x q )= R=×= x D /(R+1)==在y-x图中绘图得N T =15-1=14块(未包括釜),N加料=第6块理论板N p=14/=20块(不包括釜) N p精=5/=,取8块,∴第九块为实际加料板(2) 可用措施:(1)加大回流比,x D↑,x W↓,η=↑(2)改为冷液进料,N T <N T' q=1, N T=const ∴x D↑ q约为const,下移加料点,x D↑.29题附图30解:(1)Dx D /Fx F =; Dx D=×150×=Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =150×(150-D)×=D=h W=F-D=hx D ==(2) N T及N F (进料位置)x D =,x W =,q=1,x D /(R+1)=+1)=a,, b,q线: x F=、q=1, q线为垂线。

马后炮化工技术论坛-C4来源-基本成分和应用表 1 炼油厂催化裂化和烯烃厂蒸汽裂解副产C4馏分的组成比较组成w/% 蒸汽裂解催化裂解异丁烷 1 34正丁烷 2 10异丁烯22 15丁烯14 13丁烯11 28丁二烯50 -1.烷基化汽油烷基化汽油是由异丁烷和低分子烯烃在催化下所生成的一种异构烷烃混合物，它与含有大量烯烃的催化汽油和大量芳烃的重整汽油相比，有辛烷值高、两种辛烷值的差值小、挥发性好，燃烧后清洁性好的特点，是各种汽油的高辛烷值的调和组分，常成为航空汽油、无铅优质汽油的必要组分。

2.叠合汽油来自催化裂化、焦化及热裂化的副产气体中的丁烯和丙烯腈非选择性叠合或选择性叠合生产一种汽油的高辛烷值调和组分，或某种特定的产品如异丁烯选择叠合生产高辛烷值汽油、二异丁烯等，目前正在研究C4、C4烯烃叠合生产高质量的柴油及喷气燃料的可能性。

3.齐聚汽油齐聚汽油是通过单体烯烃(包括丙烯、丁烯的二聚、三聚、四聚和丙烯、丁烯的共聚或共齐聚)2-4个少数分子所起的聚合反应而生成的高辛烷值汽油组分。

法国石油研究院提供的Dimersol技术在工业上得到广泛应用，它将自流化催化裂化或蒸汽裂解的丙烯和(或)丁烯进行选择性二聚或共二聚以制取高辛烷值汽油掺合组分或石油化工原料。

4.MTBE!!!!!!!!!!!!（甲基叔丁基醚）MTBE是甲醇和含有异丁烯的混合C4在大孔强酸阳离子树脂为催化剂的作用下制得，裂解C4馏分经萃取蒸馏分离丁二烯后异丁烯含量高达35%-50%，以往这一馏分除掉丁二烯后大多作为气体燃料使用，现将其中近半数含量的异丁烯转化为高辛烷值汽油组分，提高了燃料的使用价值和汽油的辛烷值。

MTBE生产工艺也可以作为分离C4中异丁烯的一种新的有效方法，MTBE作为中间化工产品在一定条件和催化剂下将MTBE裂解即可得到高纯度的异丁烯。

将C4中的异丁烯进行一般转化和深度转化，可进一步分离提纯得到高纯度的1-丁烯和2-丁烯作为化工原料。

马后炮化工论坛-第五章5-1换热网络综合问题的定义的定义及目标是什么？换热器网络综合问题就是确定具有最小设备投资，最小操作费用，能达到过程要求的换热器网络结构。

并能满足每一个过程物流的工艺要求（从初始温度达到目标温度），具有较好的柔性、可控性和可操作性。

5-2成套网络的设计工作通常包含哪些步骤？换热器网络设计步骤：（1）挑选工艺流股和公用工程流股;（2）确定经济合理的夹点温差和公用工程用量;（3）综合出来初步的备选成套网络；（4）将候选网络优化成最好的换热网络;（5）对换热器展开详细设计;（6）模拟计算，进行技术经济评价和系统操作性分析，若对结果不满意，返回第（2）步，直至满意。

相同的综合方法，彰显在（2）、（3）步。

5-3换热网络综合的方法各有什么特点？（1）启发式经验规则法：无法确保一次获得最优求解，可以以此为基础，逐步调优。

（2）夹点技术法：以热力学原理和分析方法为基础，以最轻能耗为主要目标。

对于给定的网络回收温差，为满足最小能耗目标，不允许能量跨越夹点，因而初始网络可能具有较多的单元；为得到最少投资费用的网络，需减少单元数，又造成能量跨越夹（3）数学规划法：创建成套网络综合的最佳化数学模型，排序量小，适宜于在计算机上求解。

（4）人工智能算法（遗传算法）：排序直观，对问题性质并无太多管制，适用性广等优点。

适用于不可微，不连续，非线性，非凸，多峰等复杂优化问题。

5-4根据t-h图综合成套网络就是以什么为目标的？其综合步骤如何？以最小传热面积为目标。

①收集物流数据,流量、温度、比热容、汽化热等；②结构热、热物流的组合曲线；③调整冷热物流的组合曲线，使得最小传热温差不小于指定值；④分割温度间隔区间，展开物流相匹配。

具体作法说明：（1）结构组合曲线（2）划分温度间隔，进行物流匹配（3）对应的成套网络热容流率301520初始温度443423293目标温度333303408热负荷330018002300c2403534132400冷，热组合曲线：最轻热传导温差为20℃时的总组合曲线：(最轻热传导温差的最优值：16.5℃)pinchtemperatures:hot:100℃clod:80℃5-6夹点设计法的三条基本原则和可行性规则如何理解？夹点设计法的基本原则：(1)必须防止存有热流量通过夹点；（夹点处热通量为0.）(2)夹点上方避免引入公用工程冷却物流；（夹点上方为热阱，需要加入热公用工程，若引入公用工程冷却物流，会使得热公用工程用量增大。

马后炮科技化工技术交流论坛ASPEN学习经验概述入门是初学aspen plus软件最重要也是最难的一关。

读过手册的人都明白，Aspen plus的手册和资料有专门多，初学者面对如此之多的资料可能不知如何开始，我认为其中比较重要而且必读的是《用户指南》（《user guide》）、《单元操作模型》（《Unit Operation Models》）、《物性方法和模型》（《Physical Property Methods and Models》）、《物性数据》等，假如有一定的英文基础，最好是读英文的，这些在关心文件中都有。

事实上一旦入了门，流程模拟软件学习起来就专门简单了，专门多功能触类旁通专门容易就明白了，比如说，假如明白了sensitivity, 那么optimizaiton、desian spec就专门容易了。

大体来说，初学aspen plus 需要把握如下三个方面：1）aspen plus能做什么？2）Aspen plus需要什么？3）aspen plus的界面及功能。

2. aspen plus的界面及功能和学习所有软件一样，第一需要了解软件的环境，也确实是界面。

我个人认为界面差不多上能够分为两种：一是流程图窗口(process flowsheet window),另外是数据扫瞄窗口（data browser window)。

实际上还应该再加一个操纵面板（control panel)窗口，那个窗口也专门重要，但那个窗口只是在流程调试使用，同时涉及的内容初级入门者也不必花太多时刻去看，先忽略。

流程图窗口专门简单，只要你在工厂干过，看过PFD流程图同时是windows 的用户，就没有什么难得地点，读一下《user guide》明白各菜单及快捷键的功能，专门快就能搞定。

数据扫瞄窗口是aspen plus最重要的部分。

这也是aspen plus区别于画图软件的地点。

你需要在那个窗口中输入所有的已知条件，同时运行后观看运行结果。