马后炮化工论坛-第5讲练习

马后炮化工论坛-第五章----3c00aedc-7166-11ec-b063-7cb59b590d7d5-1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是确定设备投资最小、运行费用最小、能满足工艺要求的换热器网络结构。

它能满足各工序物流的工艺要求（从初始温度到目标温度），具有良好的灵活性、可控性和可操作性。

5-2换热网络的设计工作一般包括哪些步骤？换热网络的设计步骤：（1）选择工艺流股和公用工程流股;（2）确定经济合理的夹点温差和用电消耗；（3）综合出初步的候选换热网络；（4）将候选网络优化为最佳换热网络；（5）对换热器进行详细设计;（6）仿真计算、技术经济评价和系统可操作性分析。

如果您对结果不满意，请返回步骤（2），直到您满意为止。

不同的综合方法，体现在（2）、（3）步。

5-3换热网络综合方法的特点是什么？（1）启发式经验规则法：不能保证一次得到最优解，可以以此为基在此基础上，逐步优化。

（2）夹点技术法：以热力学原理和分析方法为基础，以最小能耗为主要目标。

对于给定的网络恢复温差，为了达到能耗最小的目标，能量不允许跨越夹点，因此初始网络可能有更多的单元；为了获得投资成本最低的网络，有必要减少单元数量，从而产生能量交叉（3）数学规划法：建立换热网络综合的最优化数学模型，计算量大，它适用于在计算机上求解。

（4）人工智能算法（遗传算法）：计算简单，对问题性质无太多限制，广泛的适用性和其他优势。

它适用于不可微、不连续、非线性、非凸、多峰等复杂优化问题。

5-4根据t-h图综合换热网络是以什么为目标的？其综合步骤如何？以最小的传热面积为目标。

①搜集物流数据,流量、温度、比热容、汽化热等；②构造冷、热物流的组合曲线；③ 调整冷热物流组合曲线，使最小传热温差不小于规定值；④划分温度间隔区间，进行物流匹配。

具体方法说明：（1）构造组合曲线（2）划分物流匹配的温度区间（3）对应的换热网络热容量流量301520初始温度443423293目标温度333303408热负荷330018002300c2403534132400冷热组合曲线：最小传热温差为20℃时的总组合曲线：(最小传热温差的最优值：16.5℃)针尖温度：热：100℃clod:80℃5-6如何理解夹具设计方法的三个基本原则和可行性规则？握把设计方法的基本原则：(1)应该避免有热流量通过夹点；（夹点处热通量为0.）（2）避免在临界点以上引入公用设施冷却物流；（夹点上方有一个散热器，因此需要增加热力设施。

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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。

马后炮化⼯论坛_2011三井化学杯第五届⼤学⽣化⼯设计竞赛指导书⼤学⽣化⼯设计竞赛“三井化学杯”第五届⼤学⽣化⼯设计竞赛参赛指导书2011年5⽉竞赛规则1.参赛者为全⽇制在校本科⽣。

以团队形式参赛，每队5⼈，设队长1⼈。

每位学⽣只允许参加⼀⽀代表队，⿎励学⽣多学科组队参赛。

2.参赛队伍根据竞赛命题和要求完成设计，提交设计作品的电⼦⽂档和书⾯⽂档，分赛区参加初赛。

设计⼯作必须由参赛队员完成，每⽀参赛队只能提交⼀份作品。

3.竞赛分为预赛和决赛两个阶段。

预赛分华东、华南、华西、华北、华中、东北和西南七个赛区进⾏，参赛作品经赛区初赛评审委员会初审，遴选出各赛区的优秀作品参加赛区决赛，进⾏⼝头报告和现场答辩，由赛区决赛评审委员会与参赛学⽣代表共同评选获奖作品，并从赛区决赛队中甄选出参加全国总决赛的32⽀参赛队。

4.全国总决赛将在重庆市重庆⼤学举⾏，参赛队要提交设计作品⽂档并进⾏⼝头报告和现场答辩，由总决赛评审委员会与参赛学⽣代表共同评选获奖队伍。

5.各参赛队必须在规定时间内提交参赛作品，并在指定的时间和地点参加报告会，缺席者作⾃动放弃处理。

6.每个赛区从未⼊围全国总决赛的队伍中评选出全国竞赛三等奖和优秀作品奖若⼲名，颁发获奖证书。

7.全国总决赛评选出全国竞赛特等奖⼀名，⼀等奖七名、⼆等奖⼆⼗四名，颁发获奖证书。

8.参赛作品的著作权归该参赛队所有，参赛学校拥有在学校教学中⽆偿使⽤参赛作品的权利。

如参赛作品的设计内容申请专利，则专利申请⼈为参赛队所属学校，发明⼈可为相关参赛队成员及指导教师。

9.竞赛委员会将制作每届竞赛的获奖作品光盘，提供给国内⾼校作为教学参考资料。

竞赛委员会拥有获奖作品光盘的出版权。

10.本规则解释权归⼤学⽣化⼯设计竞赛委员会。

11.竞赛有关问题可向竞赛秘书组咨询，秘书组联系⽅法见⼤学⽣化⼯设计竞赛⽹站/doc/2214475872.html。

竞赛设计任务书⼀、设计题⽬鉴于我国的⾃然资源条件，减少烃原料化⼯对⽯油资源的过度依赖，是我国经济和社会可持续发展所⾯临的⼀项重要任务。

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=(760-208.4)/(1008-208.4)=0.6898y A=1008×0.6898/760=0.9150 计算结果汇总:(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=760/144.8=5.249 ;α2=3020/760=3.974∴αM=1/2(α1+α2)=1/2(5.249+3.974)=4.612y=4.612x/(1+3.612x)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=6.89740-1206.350/(87+220.237)=2.971p A0=102.971=935.41[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(87+219.337)=2.566p B0=102.566=368.13[mmHg]935.41×0.4+368.13×0.6=595≈600mmHg∴泡点为87℃,气相平衡组成为y=p A/p=p A0x A/P=935.41×0.4/600=0.624(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 A0+p B/p B0=1 式中p A=0.4×760=304[mmHg]; p B=0.6×760=456[mmHg]求露点亦要用试差法,先设露点为103℃,则:lgp A0=6.8974-120.635/(103+220.237)=3.165∴p A0=1462.2[mmHg]lgp B0=6.95334-1343.943/(103+219.337)=2.784∴p B0=608.14[mmHg]于是:304/1462.2+456/608.14=0.96<1再设露点为102℃,同时求得p A0=1380.4; p B0=588.84304/1380.4+456/588.84=0.995≈1故露点为102℃,平衡液相组成为x A=p A/p A0=304/1380.4=0.223解:(1)x A=(p总-p B0)/(p A0-p B0)0.4=(p总-40)/(106.7-40)∴p总=66.7KPay A=x A·p A0/p=0.4×106.7/66.7=0.64 (2)α=p A0/p B0=106.7/40=2.674解:(1) y D=?αD =(y/x)A/(y/x)B=(y D /0.95)/((1-y D )/0.05)=2y D =0.974(2) L/V D =?∵V=V D +L(V/V D )=1+(L/V D )V0.96=V D 0.974+L0.95(V/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(1+L/V D )0.96=0.974+(L/V D )0.95(L/V D )=1.45解:简单蒸馏计算: lnW 1/W 2=⎰-12x x xy dxW 2=(1-1/3)W 1=2/3W 1;y=0.46x+0.549,x 1=0.6,代入上式积分解得: 釜液组成:x 2=0.498,馏出液组成:W D x D =W 1x 1 -W 2x 2(1/3W 1)x D =W 1×0.6-(2/3W 1)×0.498 ∴x D =0.804 6解:Fx F =Vy+Lx ∴0.4=0.5y+0.5x --------(1) y=αx/(1+(α-1)x)=3x/(1+2x) --------(2) (1),(2)联立求解,得y=0.528,x=0.272回收率=(V ·y)/(Fx F )=0.5×0.528/0.4=66% 7.解:F=D+W Fx F =Dx D +Wx W已知x F =0.24,x D =0.95,x W =0.03,解得:D/F=(x F -x W )/(x D -x W )=(0.24-0.03)/(0.95-0.03)=0.228 回收率 Dx D /Fx F =0.228×0.95/0.24=90.4%残液量求取:W/D=F/D-1=1/0.228-1=3.38∴W=3.38D=3.38(V-L)=3.38(850-670)=608.6[kmol/h]8解:(1) 求D及W,全凝量VF=D+WFx F =Dx D +Wx Wx F =0.1,x D =0.95,x W =0.01(均为质量分率)F=100[Kg/h],代入上两式解得:D=9.57[Kg/h]; W=90.43[Kg/h]由恒摩尔流得知:F(0.1/78+0.9/92)=V(0.95/78+0.05/92)[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=87-9.57=77.43[Kg/h]R=L/D=77.43/9.57=8.09(因为L与D的组成相同,故8.09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]=(0.95/78)/(0.95/78+0.05/92)=0.961∴y n+1=8.09x n/9.09+0.961/9.09=0.89x n +0.106操作线方程为:y n+1 =0.89x n +0.1069解:y=[R/(R+1)]x+x D /(R+1)(1) R/(R+1)=0.75 R=0.75R+0.75 R=0.75/0.25=3(2) x D /(R+1)=0.2075 x D /(3+1)=0.2079 x D =0.83(3) q/(q-1)=-0.5 q=-0.5q+0.5 q=0.5/1.5=0.333(4) 0.75x+0.2075=-0.5x+1.5x F0.75x q'+0.2075=-0.5x q '+1.5×0.441.25x q '=1.5×0.44-0.2075=0.4425 x q '=0.362(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=0.4×78+0.6×92=86.4F=1000/86.4=11.6[Kmol/h]Fx F =Dx D +Wx WF=D+W11.6×0.4=D×0.97+(11.6-D)0.02∴D=4.64[Kmol/h]W=6.96[Kmol/h]R=L/D, ∴L=3.7×4.64=17.17[Kmol/h]V=(R+1)D=4.7×4.64=21.8[Kmol/h]平均气化潜热r=30807×0.4+33320×0.6=32313.6[KJ/Kmol]从手册中查得x F =0.4时泡点为95℃,则:q=[r+cp(95-20)]/r=(32313.6+159.2×75)/32313.6=1.37 ∴L'=L+qF=17.17+1.37×11.6=33.1[Kmol/h]V'=V-(1-q)F=21.8+0.37×11.6=26.1[Kmol/h](2) 求塔顶全凝器热负荷及每小时耗水量.Qc=Vr∴r=0.97×30804+33320×0.03=30879.5[KJ/Kmol]∴Qc=21.8×30879.5=673172.7[KJ/h]耗水量Gc=673172.7/4.18(50-20)=5368.2[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)=30879.5+159.2×8.2=43933.9[KJ/Kmol]∴Q B=21.8×43933.9=957759.02[KJ/h]2.5[KgF/cm2]下蒸汽潜热r=522Kcal/Kg=522×4.18×18=39275.3[KJ/Kmol]∴蒸汽需量为G vG v =Q B/r=957759.02/39275.3=24.4Kmol/h=24.4×18=39.04[Kg/h](4) 提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W /(L'-W)=1.26x-0.00511解:提馏段: y m+1’=1.25x M’-0.0187---------(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)=0.75x n +0.25x D --------(2)q线:x F =0.50 --------------(3)将(3)代入(1)得出:y m+1=1.25×0.5-0.0187=0.606,代入(2)0.606=0.75×0.5+0.25x D ,x D =0.92412解:(1) y1=x D =0.84,0.84=0.45x1+0.55x1=0.64,y W =3×0.64/(3+1)+0.84/(3+1)=0.69,0.69=0.45×x W +0.55,x W =0.311,(2) D=100(0.4-0.311)/(0.84-0.311)=16.8(Kmol/h),W=100-16.8=83.2(Kmol/h)13解:(1) 求R,x D,x W精馏段操作线斜率为R/(R+1)=0.723 ∴R=2.61提馏段方程y=L'x/(L'-W)-Wx W/(L'-W)=1.25x-0.0187精馏段操作线截距为x D/(R+1)=0.263 ∴x D =0.95提馏段操作线与对角线交点坐标为y=x=x W x W =1.25 x W -0.0187 ∴x W =0.0748(2)饱和蒸汽进料时,求取进料组成将y=0.723x+0.263y=1.25x-0.0187联立求解,得x=0.535,y=0.65* * 因饱和蒸汽进料,q线为水平线,可得原料组成y=x F=0.6514解:(1) y1=x D =0.9,x1=0.9/(4-3×0.9)=0.692,(2) y2=1×0.692/(1+1)+0.9/2=0.796(3) x D =x F =0.5, y D =0.5/2+0.9/2=0.715解:(1) Fx F=Vy q+Lx q0.45=(1/3)y q+(2/3)x qy q =2.5x q /(1+1.5x q)∴x q=0.375 y q=0.6(2) Rmin=(x D-y q)/(y q-x q)=(0.95-0.6)/(0.6-0.375)=1.56R=1.5Rmin=2.34D=0.95×0.45/0.95=0.45 W=1-0.45=0.55x W=(Fx F-Dx D)/W=(0.45-0.45×0.95)/0.55=0.041L=RD=2.34×0.45=1.053; V=(R+1)D=1.503L'=L+qF=1.053+(2/3)×1=1.72; V'=V-(1-q)F=1.503-1/3=1.17y'=(L'/V')x'-Wx W/V'=1.72/1.17x'-0.55×0.041/1.17=1.47x'-0.019316解:* * 精馏段操作线方程y n+1 =3/4x n +0.24平衡线方程y=αx/[1+(α-1)x]=2.5x/(1+1.5x)提馏段操作线方程y=1.256x-0.01278其计算结果如下:N0x y1 0.906 0.962 0.821 0.923 0.707 0.864 0.573 0.775 0.462 0.706 0.344 0.5677 0.224 0.4198 0.128 0.2689 0.065 0.14810 0.029 0.069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 )=(0.52-x W )/(0.8-x W )=0.5解得:x W =0.24精馏段操作线方程:y n+1 =(R/(R+1))x n +x D /(R+1)=0.75x n +0.2 --------(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=0.8 .x1=0.571;y2=0.628,x2=0.360;y3=0.470,x3=0.228<x W=0.24∴共需N T=3块(包括釜).18解:q=0,x D =0.9,x F =0.5,x W =0.1,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)+0.9/(5+1)=0.833x n+0.15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(0.3-0.015)/(0.95-0.015)=30.48 Kmol/h=30.5 Kmol/hW=F-D=69.50 Kmol/h(2) N T及N F =?x D =0.95、x W =0.015、q=1、R=1.5；x D /(R+1)=0.38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'=30.5(1.5+1)=76.25Kmol/hL'=L+qF=RD+F=1.5×30.5+100=145.8Kmol/h由图读得:y W =0.06, x W-1=0.0320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]=4.6x/(1+3.6x) --------- (1)q线方程(q=2/(1+2)=2/3)则y=[q/(q-1)]x-x F /(q-1)=-2x+1.35 ---------- (2)联解(1),(2)两式,经整理得:-2x+1.35=4.6x/(1+3.6x)7.2x2 +1.740x-1.35=0解知,x=0.329y=0.693(2) Rmin=(x D -y e)/(y e-x e)=(0.95-0.693)/(0.693-0.329)=0.70621解:因为饱和液体进料,q=1y e=αx e/[1+(α-1)x e]=2.47×0.6/(1+1.47×0.6)=0.788R min=(x D -y e)/(ye-x e)=(0.98-0.788)/(0.788-0.6)=1.02R=1.5×R min=1.53N min=lg[(x D /(1-x D ))((1-x W )/x W )]/lgα=lg[(0.98/0.02)(0. 95/0. 05)]/lg2.47= 7.56x=(R-R min)/(R+1)=(1.53-1.02)/(1.53+1)=0.202Y=(N-N min)/(N+1) Y=0.75(1-x0.567)∴(N-7.56)/(N+1)=0.75(1-0.2020.567) 解得N=14.5 取15块理论板(包括釜)实际板数: N=(15-1)/0.7+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[0.98/0.02·0.4/0.6]/lg2.47=3.85N精/N=(N min)精/N min∴N精=N(N min)精/N min=14.5×3.85/7.56=7.4则精馏段实际板数为7.4/0.7=10.6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]=2.4x/(1+1.4x) 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 +0.3 ----------- (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 D)/(L0-D2+D1+D2)2=(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=0.5x+0.416(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)=1.5x n /(1.5+1)+0.95/(1.5+1)=0.6x n +0.38q线方程与q线:料液平均分子量:M m=0.35×+0.65×18=22.9甲醇分子汽化潜热:r=252×32×4.2=33868.8[KJ/Kmol]水的分子汽化潜热:r=552×18×4.2=41731.2[KL/Kmol] 23题附图料液的平均分子汽化潜热:r=0.35×33868.8+0.65×41731.2=38979.4[KL/Kmol]料液的平均分子比热Cp=0.88×22.9×4.2=84.6[KL/Kmol·℃]q=[r+Cp(ts-t F )]/r=[38979.4+84.6(78-20)]/38979.4=1.13q线斜率q/(q-1)=1/13/0.13=8.7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7.6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 W100×0.6+200×0.2=D×0.8+W×0.02100=0.8D+0.02W -----------(2)由式(1) W=F1+F2-D=100+200-D=300-D代入式(2)得:D=120.5Kmol/hL=RD=2×120.5=241kmol/hV=L+D=241+120.5=361.5Kmol/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=361.5y s+1"=(341/361.5)x s''+(120.5×0.8-100×0.6)/361.5y s+1"=0.943x s''+0.125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》0.98, 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:13×0.5=6.5取苯-甲苯溶液相对挥发度为α=2.54用捷算法求精馏段最小理论板数(N min)精=ln[0.98/0.02-0.5/0.5]/ln2.54=4.175y=[N精馏段-(N min)精]/(N精馏段+1)=(6.5-4.175)/(6.5+1)=1.31由y=0.75(1-x0.567)x=(1-Y/0.75)(1/0.567)=0.392=(R-R min)/(R+1)∴R=(0.392+R min)/(1-0.392)R min=(x D -y e)/(y e-x e)对泡点进料x e=x F =0.5y e=αx/[1+(α-1)x]=2.54×0.5/(1+1.54×0.5)=1.27/1.77=0.72∴R min=(0.98-0.72)/(0.72-0.5)=0.26/0.22=1.18∴R=(0.392+1.18)/(1-0.392)=1.572/0.608=2.59∴D=V/(R+L)=2.5/(2.59+1)=0.696[Kmol/h]故最大馏出量为0.696[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 ]=2.43×0.285/(1+1.43×0.285)=0.492 于是: Emv=(x n-1 -x n )/(y n*-x n )=(0.43-0.285)/(0.492-0.285)=0.7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 =2.43×0.173/(1+1.43×0.173)=0.337∴Emv=(0.285-0.173)/(0.337-0.173)=0.68327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 =0.28,关键要求y1*与y W .由已知条件Dx D /Fx F =0.8∴D/F=0.8×0.2/0.28=0.57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 W0.2=0.57×0.28+(1-0.57)x W解得x W =0.093 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 ]=2.5×0.093/(1+1.5×0.093)=0.204y 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 /0.57-(1/0.57-1)0.093=1.75x n -0.07当y n+1 =y W时,x n =x1∴x1=(y W +0.07)/1.75=(0.204+0.07)/1.75=0.157与x1成平衡气相组成为y1*y1*=αx1/[1+(α-1)x1]=2.5×0.157/(1+1.5×0.157)=0.318 ∴Emv=(0.28-0.204)/(0.318-0.204)=66.8%28解:(1)精馏段有两层理论板,x D=0.85,x F=0.5,用试差法得精馏段操作线ac,与x=x F=0.5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 =0.17x D/(R+1)=0.103R=0.85/0.103-1=7.25F=D+W Fx F =Dx D +Wx W100=D+W100×0.5=D×0.85+W×0.17得D=48.5Kmol/hV'=V=(R+1)D=8.25×48.5=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 =0.9×100×0.4/0.92=39.13Kmol/h,W=60.9Kmol/hx W =0.1Fx F /W=0.1×100×0.4/60.9=0.0656∵q=1 ∴x q =0.4 查图得y q =0.61R min=(x D -y q )/(y q -x q )=(0.92-0.61)/(0.61-0.4)=1.48R=1.5×1.48=2.2 x D /(R+1)=0.92/3.2=0.29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=14/0.7=20块(不包括釜) N p精=5/0.7=7.14,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 =0.922; Dx D =0.922×150×0.4=55.32Dx D =Fx F -Wx W =Fx F -(F-D)x W =55.32150×0.4-(150-D)×0.05=55.32D=56.4Kmol/h W=F-D=93.6Kmol/hx D =55.32/56.4=0.981(2) N T及N F (进料位置)x D =0.981,x W =0.05,q=1,x D /(R+1)=0.981/(2.43+1)=0.286a(0.981,0.981), b(0.05,0.05)q线: x F=0.4、q=1, q线为垂线。

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。

Trans Horizontal的方向和local z的方向一致；Longitudinal的方向和local x 的方向一致；Vertical Up和Vertical Down分别和local y的正、负方向一致。

听听前辈声音，您还敢参加大学生全国化工设计竞赛么？之“三井杯”化工设计竞赛经验分享“三井杯”全国大学生化工设计竞赛至今已经举办了九届，从最初几个学校的参与到如今五个赛区二百多所高校参与，化工设计竞赛已经被大家所认可。

作为一名曾经两度参与此竞赛的成员，写出一些经验的分享，希望可以为准备参加这个竞赛的同学们提供一个参考。

1、比赛认知参与任何比赛都要先了解这个比赛的核心宗旨是什么，如果不知道比赛的核心宗旨那么怎么会取得一个理想的成绩？化工设计竞赛要求同学设计出一套工艺，并通过流程计算、设备计算、图纸绘制等一系列软件进行模拟、绘图等，最后做出文字材料。

化工设计竞赛全流程可以看作为简单的工艺包设计，因此就需要参与的同学去接触了解如何进行工程设计，而不是天马行空的任由自己的想法去完成这个竞赛。

2、组队成员很多同学都在纠结如何去进行组队，比赛需要团队成员的共同努力，因此在选取队员的时候首先应该明确他是否有能力、有毅力来坚持做完这个比赛。

在化工设计竞赛这条路上走过来的学长们有共同的体会，做比赛是一件枯燥、需要耐心的事情。

有很多团队因为其中成员的退出导致最后团队的瓦解，因此希望同学们能够在组队时认真挑选成员。

当然，这个比赛建议跨学科组队，因为需要进行工艺设计、设备设计、图纸绘制、经济概算等多方面任务，就需要相关专业的同学来完成相应的工作。

3、赛前准备很多的同学都在问要参加这个比赛都需要准备什么，都需要掌握哪些知识，都需要学习哪些软件。

借鉴了许多化工大拿的经验分享，在这个浮躁的时代，作为大学生更应该去将基础做好，不要好高骛远，更不能丢下基本原理去胡乱设计。

很多学生为了尽快的做出计算模型取得一个所谓的“无错误、无警告”的结果而忽略了化工最基本原理。

软件只是一个计算机辅助工具，它没有真正的“认知”，当你对其进行赋值后，它必然会给你一个结果，而其真正的准确与否软件无法辨别。

当你赋予不同的参数条件，软件都会为你“忠心耿耿”的计算，无论你在设计精馏塔塔压是一个大气压还是一百个大气压，只要它在计算上能通过，就是无错误的。

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。