化工过程分析与综合
沈阳化工大学-期末复习-化工过程分析与综合
2.2 基本公式
（1）自由度计算公式：
n
d (Ci 2) (S 1) e r g i 1
n——输入流股数
e——与物料无关的能量流
Ci——第 i 个输入流股组
和压力引入的自由度
分数
r——独立反应数
S——分支输出流股数
g——几何自由度，通常=0
（2）守恒关系式（P35）
一、物料质量平衡
质量累积速率=质量流入系统速率-质量流出系统速率
分割器
闪蒸器
独立方程数 m=C+2
自由度
d=n—m=3(C+2)-(C+2)= 2(C+2)
m=2C+3
分割成 2 股物流，自由度： d=(C+2)+1 分割成 S 股物流，自由度： d=(C+2)+(S-1)
d=3(C+2)+1-（2C+3） =C+4
换热器
反应器 压力变化 单元
d c1 c2
第七分之二章 信号流图
7/2.1 基本概念 （1）信息流图：可以用结点代表方程，有向线代表在方程之间传送 的变量的信息，这种有向图是一种信息流图 （2）信号流图：可以用有向图中的结点代表向量，而用有向线表明 变量之间的变换关系—这就构成了信号流图 （3）支路：结点间的有向线称为支路. （4）传输比：每条支路均带有称为传输比的某一数值，它代表线性 方程中变量前的系数。 （5）始端点和末端点：一条支路两端（始端和末端）的结点，分别 称为该支路的始端点和末端点。 （6）输入支路和输出支路：指向和离开一个结点的支路，分别称为 该结点的输入支路和输出支路。 （7）自环：始端和末端为同一结点的支路，称为自环支路，或简称 “自环”。 （8）源结点：只有输出支路的结点，称为源结点。 （9）汇结点：只有输入支路的结点，称之为汇结点。 （10）残图：经过简化只剩下源结点和汇结点的图，称为残图。
化工过程分析与综合习题答案
化工过程分析与综合习题答案
Q1.分析原料氧化铝的工艺：
A.将原料氧化铝通过氧化物催化剂在氧气中加热，实现氧化反应，生成氧化铝和水蒸气。
Q2.化工过程中分子筛的使用：
A.分子筛是一种广泛应用于精细化工制造的物料，用于过滤污染物，除去杂质，或用于分级、萃取和精制的过程。
Q3.用化学药品控制水质：
A.一般使用氯化，钙离子添加剂或碱性物质来控制水质，使水质符合饮用标准，并确保水中没有有害有机物，抗生素等。
Q4.分析化工中热反应器的作用：
A.热反应器是在固定温度、压力和时间内将物质反应，转变为新的物质的装置，它可以将物质分解、结晶、混合和催化。
Q5.分析化工中活性炭的作用：
A.活性炭可以将有毒物质从水或其他溶液中净化出来，同时也可以去除水中可溶性有机物，保护水质。
Q6.分析化工中烘干的工艺：
A.烘干是一种化学处理过程，利用加热溶剂将水份直接从物料中移除的方法，常用于一些物料的熔融、均质和蒸发处理等。
Q7.分析化工中冷冷凝的工艺：
A.冷凝是一种化工过程，用于精细提纯液体溶剂，是一种经济的分离方法，可以从液体中获得高纯度的成分。
Q8.分析化工中熔融加工的工艺：。
化工过程分析与综合期末论文
“煤制油”化工分离与优化通过将开采的煤进行炼焦、气化、低温、干馏、燃烧、加氢液化等方法，可以得到一系列的化工产品。
例如，煤焦油、煤气、汽油、化肥、合成纤维等等，也可以细分为精细化学品，甲醇、烯烃、环烷烃等等，而“煤制油”是将煤、催化剂和重油混合在一起，在高温高压下，使煤中大分子被破坏并与氢气作用，然后转化为低分子液态和气体产物，也就是将煤这个大分子物质分成小分子物质，将得到的小分子物质进一步加工可得到汽油，柴油等液体燃料。
总结而来，就是热裂解反应、供氢反应、脱除杂原子反应[1]。
“煤制油”工艺是一种从煤中分离出油，来源于蒸馏和自然分离。
主要包括分选、仓储、颗粒化、脱水、合成催化裂化、蒸馏、凝固、凝结、冷凝、分离和停止等步骤。
其“煤制油”过程工艺合成路线主要有两种，一种是间接液化，就是先对原料煤进行气化，再做净化处理，除去煤中的杂原子如硫、氧、氮等，得到一氧化碳和氢气的原料气，然后在270℃-350℃左右，2.5MPa和催化剂作用下，合成出有关油品或化工产品。
另一种是直接液化，直接催化加氢合成液态烃类并脱除硫、氮、氧等原子。
相比这两种技术来说，间接液化法要求低，设备可以国产化，工业化相对成熟，而直接液化法要求高反应条件苛刻，不适用于大规模生产，但有种特殊的煤可以直接液化法生产其他产物。
[2]煤制油产品主要有柴油、汽油、煤油、液化气、石蜡、烯烃、芳香烃、沥青、硫磺、混醇、硫酸铵等等。
按照分离条件主产品为柴油、汽油、煤油等等。
副产品主要有硫磺、硫酸铵、混醇和其他产品。
在煤制油过程中，生产出主副产品的种类多样，有烷烃、烯烃、芳香烃，芳香族衍生物等等不好精馏分离，而一般通过煤生产的物质基本上是油类产品，油类产品本身就是混合物，利用精馏方法得到的油，需要根据其本身特性分离，不同种类的煤可以得到的油的纯度和种类也不同。
以宁东能源化工基地来说，以间接液化法，年生产“煤制油”为例，可以转化煤2061万吨，从而可以得到主产物柴油274万吨，石脑油98万吨，液化气34万吨，副产物硫磺20万吨，混醇7.5万吨，硫酸铵10.7万吨为参考依据。
化工过程分析与综合习题答案
绘该流股，试举例说明。
∆H Q C W T T
W=1 Ts=10 Cp=10
若 Cp 不随 T 变化 ∆H 10 T 10
若C 10 0.05T 则∆H 0.05T 9.5T 100
若C 10 0.05T 则∆H 0.05T 9.5T 100
可见，若 Cp 不随 T 变化，图形为一直线; 若 Cp 随 T 增大，图形
进料变量数 c+2
合计
c+N+M+5
Nau 串级单元数 4
回流分配器 4
侧线采出单元数 1
传热单元数 4
合计
10
Nvu= c+N+M+5+10= c+N+M+15
d= c+N+M+15
2-5
2-6
2-7 简捷算法：Reflex Ratio：-1.3 Light Key：Methanol 0.95
Heavy Key：Ethanol 0.1585 Pressure：Condenser：1.9 公斤 Reboiler：1.8 公斤 最小回流比为：3.529 实际回流比：4.588 最小理论板数：14.47 实际板数：26.18 进料板：10.47 逐板计算：27 块塔板，11 板进料，塔顶采出：31.67kmol/hr，回流比：4.6
（2）1，（2,3,4,6），9,1-----（1，（2,3,4,6），9）
（3）（1，（2,3,4,6），9），8,3-----（1，（2,（3,4,8），6），9）
在（1,2,3,4,6,8,9）中有 3 个回路分别是（1,2,9），（3,4,8），（2,3,4,6）
（4）5 不在任何回路中，可首先计算。
化工过程分析与综合
过程系统---通俗化理解：具有特定功能单元过程，按照一定方式相互联结所形成网络过程系统---功能实现工业生产中物质和能量转换，保证物流输送和储存。
化工过程模型化：在现有理论、实验研究、工程实践基础上，通过分析研究及科学、合理简化，抽象出能够深刻、正确反映过程系统本质数学描述模拟定义：采用一能反应研究对象本质和内在联系，及原型具有客观一致性，且可再现原型发生本质过程和特性模型，来研究和设计原型过程方法数学模型分类和依据：（1）稳态模型和动态模型(_变量是否随时间而变)（2）机理模型和“黑箱”模型（经验模型）（机理模型：根据化学工程学科及其相关学科理论及方法，对反应进行分析研究而建立模型；“黑箱”模型：即经验模型，不能对过程机理进行进行正确描述，将研究对象当作“黑箱”处理，根据过程输入、输出数据，采用回归分析方法确定输出及输入数据关系）（3）集中参数模型及分布参数模型（过程变量是否随空间坐标改变）（4）确定性模型和随机模型（输入及输出是否存在确定性关系；若时间不作为变量---统计数学模型）机理模型：由过程机理出发，经推导得到，并得到实验验证。
统计模型：根据小试或工业实际数据拟合或回归得到纯经验数学关系式。
混合模型：对实际过程进行抽象概括和合理简化，然后对简化物理模型加以数学描述得到数学关系式。
又称半经验半理论模型。
单元机理模型建立步骤：（1）建立数学模型假定条件（2）机理模型建立方法（3）数学模型求解过程系统模拟基本结构及作用：输入模块：提供模拟计算中所需要所有信息，包括过程系统拓扑结构信息。
输入方式：批处理、一次输入形式或用户人机对话形式。
单元过程模块：过程系统模拟重要组成部分。
根据输入流股及单元结构信息，通过过程速率或平衡级计算，对过程进行物料流及能量流衡算，获得输出流信息。
优化方法库：为系统模拟提供优化计算方法。
无约束最优化方法：一维搜索（黄金分割法、消去法、抛物线法）、变量轮换法、负梯度法、单纯形法等，有约束最优化方法：lagrange 乘子法、罚函数法、既约梯度法等。
化工过程分析与综合论文
化工过程分析与综合论文引言：化工过程是指通过物理、化学或生物的方法将原料转化为有用的产品或中间体的过程。
化工过程分析与综合是对化工过程进行全面研究和评估，以确定其效益、可行性和优化方案。
本文将对化工过程分析与综合进行探讨，并结合实际案例进行具体分析。
一、化工过程分析1.1过程流程分析1.2能量与物质平衡分析在化工过程中，能量和物质平衡是非常重要的。
能量平衡分析可以确定能源的消耗和回收情况，通过改进能源利用效率和减少能源消耗来提高过程经济性。
物质平衡分析可以确定原料和产物的转化率、损耗和废物产生情况，以便采取措施减少资源浪费。
1.3反应动力学与机理分析反应动力学和机理分析可以帮助我们深入了解化工过程中的反应过程和速率。
通过实验和数学模型的应用，可以确定适当的反应条件和催化剂选择，以提高反应速率和选择性。
二、化工过程综合2.1工艺方案评估在确定了化工过程的基本特征后，可以进行不同工艺方案的评估。
评估包括经济性、可行性、环境影响和可持续性等因素的综合考虑。
评估的目标是选择最佳的工艺方案，以实现经济效益和环境友好的化工过程。
2.2优化设计通过优化设计，可以进一步改进化工过程的性能。
优化设计可以包括改进反应条件、改变催化剂组合、优化中间产品分离步骤等。
通过选择合适的优化策略，可以提高产品质量、降低能源消耗和减少废物产生。
2.3安全性评估在化工过程综合中，安全性评估是一个必不可少的环节。
通过对潜在的危险性和风险进行评估，可以采取相应的措施来确保操作人员的安全和环境的健康。
安全性评估还包括可燃性、爆炸性和有毒物质的处理等方面。
结论：化工过程分析与综合是化工工程中的重要环节。
通过对化工过程的全面分析和综合评估，可以实现优化设计和经济效益的提高。
然而，化工过程的分析与综合需要综合考虑多个因素，包括经济性、可行性、环境影响和安全性等。
只有综合考虑这些因素，我们才能设计出更加高效、环境友好和安全的化工过程。
《化工过程分析与综合》教学大纲
《化工过程分析与综合》教学大纲课程编号：课程名称：化工过程分析与综合/Analysis and Synthesis for Process Engineering学时/学分：32/2先修课程：化工热力学，传质与单元操作，化工数学，化学反应工程，分离工程适用专业：应用化学，化学工艺，化学工程开课学院：化学工程学院，化工系一、课程的性质与任务《化工过程分析与合成》是化学工程与工艺专业的核心专业基础课程之一，它是应用系统工程的观点和方法来研究化工过程系统的开发、设计、最优操作与控制的一门课程。
本门课程的任务是使学生能运用系统工程的观点和方法来分析和合成化工过程，使化工过程系统在开发、设计、操作、管理等各个层面上达到最优化。
二、课程的教学内容、基本要求及学时分配（一）教学内容1．绪论介绍化工过程系统工程的基本内容，基本概念。
包括：过程系统稳态模拟与分析，过程系统动态模拟与分析，过程系统的优化，过程操作优化，间歇过程，反应路径合成，反应器网络合成，换热网络合成，质量交换网络合成，水网络合成，分离塔序列的综合，虚拟企业，供应链等概念。
2．过程系统稳态模拟与分析内容包括：过程系统模拟的序贯模块法，面向方程法和联立模块法。
3．过程系统的优化内容包括：线性规划，非线性规划，混合整数非线性规划。
4．生产过程操作优化内容包括：序贯实验优化方法，统计分析，模式识别和可视化技术。
5．间歇过程内容包含：过程动态模型及模拟，间歇过程的最优时间表，多产品间歇过程的设备设计与优化，间歇过程的控制模型。
6．换热网络合成内容包含：换热网络合成--夹点技术，夹点法设计能量最优的换热网络，换热网络的调优。
7．分离塔序列的综合内容包含：直观推断法，数学规划法，分离序列能量集成。
（二）基本要求掌握序贯模块法的基本原理，对一个较简单的工艺流程，能够确定单元模块的计算顺序，并在计算机上进行模拟分析。
掌握建立最优化数学模型的一般步骤和方法，对有约束的非线性规划问题，能够应用罚函数法转化为无约束问题，并用改进的随机搜索法求解。
化工过程分析与综合论文
《化工过程分析与综合》是化学工程与工艺专业的基础课，是一门联系化学工艺与化学工程的综合性课程。
实施化工过程分析、合成的手段是运算描述过程系统的数学模型，这种模型的运算就称作化工过程系统模拟。
而化工过程分析则主要是分析过程系统的运行机制，影响因素，过程模型的数学描述、目标函数的建立、优惠工况下的最佳操作参数等等。
目标是使决择方案，技术上先进、可行，经济上优越、合理。
对于操作工况的分析也就是通常说的生产操作调优。
化工过程系统的合成包括有：反应路径的合成、换热网络的合成、分离序列合成、过程控制系统合成，特别是要解决由各个单元过程合成总体过程系统的任务。
目前，主要应用化工过程模拟软件进行化工过程工艺流程的模拟。
如 Aspen Plus 和ChemCAD。
Aspen Plus包括数据，物性，单元操作模型，内置缺省值，报告及为满足其它特殊工业应用所开发的功能。
主要的功能有EO模型、ActiveX (OLE Automation)控件、全面的单元操作、ACM Model Export选项、热力学物性、收敛分析、Calculator models 计算模式、灵敏度分析、案例研究、Design Specification 功能、数据拟合、优化功能、开放的环境例如，Aspen Plus软件在浓硝酸制备工艺上的应用：Aspen Plus流程模拟软件有强大的物性支持，对各种物质体系均有适应的计算模型。
浓硝酸物系的组成主要是硝酸镁一硝酸一水的三元混合物．因为含有强极性物质造成整个体系的非理想性，各种状态方程已不适用．因此必须选择活度系数模型作为计算的基本方程。
在浓硝酸的模拟计算中．通过软件中的数据回归工具得到组分间的二元交互作用参数，采用了Wilson活度系数模型的计算方法。
文案编辑词条B 添加义项?文案，原指放书的桌子，后来指在桌子上写字的人。
现在指的是公司或企业中从事文字工作的职位，就是以文字来表现已经制定的创意策略。
化工过程综合与分析考试题库
2 / 39
①
过程系统模拟方法有
、
和
。
②
化工过程系统分解可分为
及
。
③
试判断图 a 中换热匹配可行性 1 , 2 , 3 ,4 。
④
在过程系统夹点分析中，随着夹点上方热物流的热负荷提高，则Ｑｈｍｉｎ将随之 ，
系统热回收ＱＲｍａｘ则随之
。
⑤
精馏塔与系统热集成,如图 b 所示，则在总组合曲线中，塔 T-102 的合理位置
法和
法；
4 一个含有 C 组分的独立流股具有
个自由度；
5 当一过程系统只需要一种公用工程物流，这样的系统不存在夹点，称为
问题；
6 过程系统的总组合曲线就是过程系统中
的分布在 T—H 图上的标绘；
7 分离序列综合的主要目的是选择
和确定
；
8 动态规划的最优化原理为：作为整个过程的最优策略具有这样的性质，即无论前面的状
一
二
三
四
作业 论文 总分
标 准 25
10
15
10
10
30
100
分
一、基本概念（25 分）
（1）名词解释（10 分）
①
过程系统综合
②
夹点的意义
③
过程用能一致性原则
④
过程系统自由度
⑤
过程系统模拟
（2）判断以下问题是非（N，Y）（4 分）
（ ）1. 对于冷热流股换热系统，传热量一定的前提下，传热温差愈小，过程不可逆程度愈
S4
S1
S2
S3
1
2
S5 3
S8 4
S9
S10
5
6
S7
化工过程分析与综合chemcad介绍
前言计算机辅助化工过程实际已成为化工设计的基本手段，有效的利用化工模拟设计软件进行化工设计工作可以极大的提高工作效率。
讲模拟软件用于过程设计或过程模拟，对于当代的化工过程工程师已是一件很普通的工作。
基于此，《化工过程分析与合成》为我们介绍了美国Chemstations公司化工流程模拟软件Chemcad.ChemCAD的应用范围包含了化学工业细分出来的多个方面,如炼油、石化、气体、气电共生、工业安全、特化、制药、生化、污染防治、清洁生产等。
它可以对这些领域中的工艺过程进行计算机模拟并为实际生产提供参考和指导。
ChemCAD是一个具有强大功能的化工计算机模拟软件，可广泛应用于化学和石油工业、炼油等领域的工艺过程的模拟应用软件，是工程技术人员用来对连续、半连续或间歇操作单元进行物料平衡和能量平衡核算的有力工具。
使用它,可以在计算机上建立和现场装置吻合的数据模型,并通过运算模拟装置的稳态和动态运行,为工艺开发、工程设计以及优化操作提供理论指导。
在工程设计中,无论是建立一个新厂或是对老厂进行改造, ChemCAD都可以用来选择方案,研究非设计工况的操作以及工厂处理原料范围的灵活性。
工艺设计模拟研究不仅可以避免工厂设备交付前的费用估算错误,还可用模拟模型来优化工艺设计,同时通过一系列的工况研究,来确保工厂能在较大范围的操作条件内良好运行。
即使是在工程设计的最初阶段,也可用这个模型来估计工艺条件变化对整个装置性能的影响。
对于老厂,由ChemCAD建立的模型可作为工程技术人员用来改进工厂操作以提高产量产率、减少能量消耗、降低生产成本的有力工具。
可模拟确定操作条件的变化以适应原料、产品要求和环境条件的变化,也可模拟研究工厂合理化方案以消除“瓶颈”问题,或模拟采用先进技术改善工厂状况的可行性,如采用改进的催化剂、新溶剂或新的工艺过程操作单元。
CHEMCAD提供了大量的工作单元供用户选择，使用这些才做单元，基本能够满足一般化工厂的需要。
化工过程分析与综合大作业
化工过程分析与综合大作业姓名：班级：化工1101学号：大作业（一）精馏塔三对角矩阵法模拟计算一．模型建立精馏塔模型二．计算框图1．泡点计算框图输入：j p ,ij xj n =设定温度初值：j T计算：ij K =f(j p ,j T ,i,j x )计算：ij y计算∑=-=ε1ijn yfn=n+1'1/n n n j n j f f T T -=+NYjij ij ij j T K y x p 、、、、输出：Stop610-<ε2．三对角矩阵法计算框图、、、、、、、、输入：f f f fij j N N R D P T Z F 1=k计算初值：ij j x T 、jij ij ij T K y x 、、、计算：jj ij j j V L H h H 、、、、三对角矩阵计算ij xi,j i,jx /x ∑k=k+1YYStop计算收敛判据Tε输出：、、、ij ij ij K y x j T 、j j V L 、j VL 、ε< 0.18三．计算步骤给定设计变量进料组成：乙醛，乙醚，乙醇，水R=5; %回流比N=16; %塔内实际板数D=2.53; %塔顶采出F=zeros(N+2); %含冷凝器与再沸器的每块理论板进料F(7)=100; %只有在第6块进料，进料量为100Kmol/hZ=zeros(4,18);Z(:,7)=[0.01 0.015 0.05 0.925]; %进料组成PF=101.325KP %进料压力TF=95+273.15 %进料温度，K1．给定各塔板上的压力P（j）2．程序：Pmin=101.3;Pmax=110;for j=1:N+2P0(j)=Pmin+(Pmax-Pmin)/(N+1)*(j-1);%线性赋值Endresult：塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9初始压101.3000 101.8118 102.3235 102.8353 103.3471 103.8588 104.3706 104.8824 105.3941 力P0（KP）塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器初始压105.9059 106.4176 106.9294 107.4412 107.9529 108.4647 108.9765 109.4882 110.0000 力P0（KP）3．给定液相组成X（i，j）程序：x=[0.4 0.58 0.01 0.01;0 0 0.05 0.95];for i=1:4for j=1:N+2X(i,j)=x(1,i)+(x(2,i)-x(1,i))/(N+1)*(j-1);endendresult：塔板数冷凝器2 3 4 5 6 7（进料）8 9X（乙醛）0.4000 0.3765 0.3529 0.3294 0.3059 0.2824 0.2588 0.2353 0.2118 X（乙醚）0.5800 0.5459 0.5118 0.4776 0.4435 0.4094 0.3753 0.3412 0.3071 X（乙醇）0.0100 0.0124 0.0147 0.0171 0.0194 0.0218 0.0241 0.0265 0.0288 X（水）0.0100 0.0653 0.1206 0.1759 0.2312 0.2865 0.3418 0.3971 0.4524 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器X（乙醛）0.1882 0.1647 0.1412 0.1176 0.0941 0.0706 0.0471 0.0235 0X（乙醚）0.2729 0.2388 0.2047 0.1706 0.1365 0.1024 0.0682 0.0341 -0.0000 X（乙醇）0.0312 0.0335 0.0359 0.0382 0.0406 0.0429 0.0453 0.0476 0.0500 X（水）0.5076 0.5629 0.6182 0.6735 0.7288 0.7841 0.8394 0.8947 0.95004．赋初值T0（j）程序：A=[16.02 15.916 18.9119 18.3036];B=[2465.6 2447.36 3803.98 3816.4];C=[-37.15 -41.95 -41.68 -46.13];Tb=B./(A-log(760))-C;Tmax=max(Tb);Tmin=min(Tb);for m=1:N+2T0(m)=Tmin+(Tmax-Tmin)/(N+1)*(m-1);Endresult：塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9初始温299.8200 304.1335 308.4469 312.7604 317.0738 321.3873 325.7007 330.0142 334.3276 度T0（K）塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器初始温338.6411 342.9545 347.2680 351.5814 355.8949 360.2083 360.2083 368.8352 373.1487 度T0（K）5．平衡常数K（i，j）的计算（1）计算威尔逊系数a（i，m，j）程序：function a=aa(T0)g=[1,0.007445,2.7459,0.3721;1.9197,1,0.3446,0.1270;0.6656,0.8856,1,1.8071;1.3838,0.4304,0.4741,1]; %修正威尔逊配偶系数m/kmolvmc=[0.157,0.17,0.16692,0.063494]; % 临界体积3zc=[0.2274,0.2744,0.2482,0.2609]; %压缩因子tc=[461,400.05,516.25,647.35]; %临界温度，Kfor j=1:18for i=1:4vm(i,j)=vmc(i)*zc(i)^((1-T0(j)/tc(i))^0.2857);endendfor j=1:18for i=1:4for m=1:4a(i,m,j)=(vm(m,j)/vm(i,j))*(exp(-(g(i,m)-g(i,i))/8.3145/T0(j))); %威尔逊系数endendend(2) γ(i,j)及K(i,j)的计算程序：N=16;a=aa(T0); %调用威尔逊系数for j=1:N+2for i=1:4rr=0;for m=1:4rr=rr+a(m,i,j)*X(m,j)/(sum(a(m,:,j).*(X(:,j))'));endr(i,j)=exp(1-log(sum(a(i,:,j).*(X(:,j))'))-rr); %计算活度系数endendfor j=1:N+2for i=1:4p0(i,j)=exp(A(i)-B(i)/(T0(j)+C(i)));%计算泡点K(i,j)=r(i,j)*p0(i,j)/(P0(j)/101.3*760);%计算Kendendresult：塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7（进料）8 9K（乙醛）0.6509 0.7502 0.8603 0.9819 1.1156 1.2621 1.4218 1.5953 1.7831 K（乙醚）0.3226 0.3706 0.4232 0.4805 0.5427 0.6097 0.6814 0.7575 0.8379 K（乙醇）0.0508 0.0642 0.0806 0.1004 0.1241 0.1525 0.1861 0.2257 0.2721K（水）0.0340 0.0435 0.0552 0.0695 0.0868 0.1077 0.1328 0.1626 0.1978 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器K（乙醛） 1.9856 2.2031 2.4361 2.6846 2.9490 3.2292 3.5253 3.8371 4.1647 K（乙醚）0.9219 1.0090 1.0984 1.1890 1.2795 1.3680 1.4523 1.5294 1.5953 K（乙醇）0.3263 0.3891 0.4615 0.5448 0.6400 0.7485 0.8715 1.0105 1.1671 K（水）0.2393 0.2878 0.3443 0.4097 0.4852 0.5718 0.6708 0.7836 0.91146．newton 迭代求y（i，j），K（i，j），T（j）（1）编写f（T）程序：function y=fnq(T0,X)N=16;A=[17.135 16.36 18.912 18.304];B=[2845.3 2176.8 3804 3816.4];C=[-22.067 -24.673 -41.68 -46.13];Pmin=101.3;Pmax=110;for j=1:N+2P0(j)=Pmin+(Pmax-Pmin)/(N+1)*(j-1);enda=aa(T0); %调用aa，求威尔逊数for j=1:N+2for i=1:4rr=0;for m=1:4rr=rr+a(m,i,j)*X(m,j)/(sum(a(m,:,j).*(X(:,j))'));endr(i,j)=exp(1-log(sum(a(i,:,j).*(X(:,j))'))-rr); %求活度系数endendfor j=1:N+2for i=1:4p0(i,j)=exp(A(i)-B(i)/(T0(j)+C(i)));%求泡点K(i,j)=r(i,j)*p0(i,j)/(P0(j)/101.3*760);%求相平衡系数endendfor j=1:N+2y(j)=sum(K(:,j).*X(:,j))-1;%f（T）end（2）编写f’(T)程序：function y=dfnq(t,X)N=16;A=[16.02 15.916 18.9119 18.3036];B=[2465.6 2447.36 3803.98 3816.4];C=[-37.15 -41.95 -41.68 -46.13];syms t1 t2 t3 t4 t5 t6 t7 t8 t9 t10 t11 t12 t13 t14 t15 t16 t17 t18T0=[t1 t2 t3 t4 t5 t6 t7 t8 t9 t10 t11 t12 t13 t14 t15 t16 t17 t18];g=[1,0.007445,2.7459,0.3721;1.9197,1,0.3446,0.1270;0.6656,0.8856,1,1.8071;1.3838,0.4304,0.47 41,1];vmc=[0.157,0.17,0.16692,0.063494];zc=[0.2274,0.2744,0.2482,0.2609];tc=[461,400.05,516.25,647.35];for j=1:18for i=1:4vm(i,j)=vmc(i)*zc(i)^((1-T0(j)/tc(i))^0.2857);endendfor j=1:18for i=1:4for m=1:4a(i,m,j)=(vm(m,j)/vm(i,j))*(exp(-(g(i,m)-g(i,i))/8.3145/T0(j)));endendendPmin=101.3;Pmax=110;for j=1:N+2P0(j)=Pmin+(Pmax-Pmin)/(N+1)*(j-1);endfor j=1:N+2for i=1:4rr=0;for m=1:4rr=rr+a(m,i,j)*X(m,j)/(sum(a(m,:,j).*(X(:,j))'));endr(i,j)=exp(1-log(sum(a(i,:,j).*(X(:,j))'))-rr);endendfor j=1:N+2for i=1:4p0(i,j)=exp(A(i)-B(i)/(T0(j)+C(i)));DK(i,j)=diff(r(i,j)*p0(i,j)/(P0(j)/101.3*760),T0(j));endendt1=t(1);t2=t(2);t3=t(3);t4=t(4);t5=t(5);t6=t(6);t7=t(7);t8=t(8);t9=t(9);t10=t(10);t11=t(11);t12=t(12);t13=t(13);t14=t(14);t15=t(15);t16=t(16);t17=t(17);t18=t(18); for j=1:18for i=1:4ddk(i,j)=eval(DK(i,j));endendfor j=1:N+2y(j)=sum(ddk(:,j).*X(:,j));end（3）编写newton主程序function tt=niudun(T0,X)eps=1.e-4;%精度maxcnt=10000;%迭代最大次数cnt=0;%cnt为迭代次数for i=1:18%求解18次while cnt<maxcnt%maxcnt为最大迭代次数f=fnq(T0,X);%求函数值df=dfnq(T0,X);%求导数值t(i)=T0(i)-f(i)/df(i);%newton迭代if(abs(t(i)-T0(i))<eps)%规定精度break;endT0(i)=t(i);cnt=cnt+1;endif cnt==maxcnttt(i).jieguo=bushoulian;elsett(i).jieguo=t(i);endtt(i).cishu=cnt;end输入初始温度T0，初始X（i，j）result：（1）T0（j）塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9初始压299.0075 300.6543 302.2994 303.9470 305.6017 307.2689 308.9558 310.6717 312.4294 力P0（KP）塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器初始压314.2474 316.1539 318.1940 320.4457 323.0560 326.3387 331.1008 340.1879 373.9640 力P0（KP）（2）Y（i，j）塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7（进料）8 9 Y（乙醛）0.3937 0.4315 0.4683 0.5031 0.5346 0.5613 0.5816 0.5938 0.5958 Y（乙醚）0.4675 0.5086 0.5473 0.5819 0.6107 0.6320 0.6438 0.6441 0.6311 Y（乙醇）0.0009 0.0013 0.0020 0.0029 0.0041 0.0056 0.0076 0.0101 0.0131 Y（水）0.0002 0.0019 0.0045 0.0085 0.0142 0.0224 0.0338 0.0494 0.0704 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器Y（乙醛）0.5859 0.5621 0.5227 0.4666 0.3937 0.3050 0.2043 0.0986 0 Y（乙醚）0.6032 0.5593 0.4992 0.4238 0.3360 0.2406 0.1456 0.0614 0 Y（乙醇）0.0168 0.0211 0.0262 0.0318 0.0378 0.0438 0.0491 0.0528 0.0533 Y（水）0.0982 0.1348 0.1825 0.2438 0.3220 0.4206 0.5434 0.6934 0.8715 （3）K（i，j）塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7（进料）8 9K（乙醛）0.9841 1.1460 1.3268 1.5273 1.7477 1.9879 2.2472 2.5235 2.8137 K（乙醚）0.8060 0.9318 1.0694 1.2182 1.3770 1.5437 1.7154 1.8878 2.0553 K（乙醇）0.0851 0.1083 0.1364 0.1705 0.2112 0.2594 0.3158 0.3810 0.4554 K（水）0.0220 0.0287 0.0373 0.0481 0.0615 0.0783 0.0989 0.1244 0.1555塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器K（乙醛） 3.1125 3.4125 3.7023 3.9663 4.1826 4.3211 4.3416 4.1926 3.8128 K（乙醚） 2.2099 2.3419 2.4386 2.4845 2.4618 2.3509 2.1338 1.7998 1.3573 K（乙醇）0.5389 0.6307 0.7291 0.8308 0.9303 1.0191 1.0845 1.1080 1.0657 K（水）0.1935 0.2395 0.2951 0.3620 0.4418 0.5364 0.6473 0.7751 0.91746．焓值计算程序：Z=[0.01,0.015,0.05,0.925];TF=95+273.15; %进料组成，进料温度HLcoef=[0,0,0,0;-273.2,170.7,0,0;-277.63,106.52,165.7,575.3;-283.56,75.296,0,0];%液相焓系数HVcoef=[-166.36,62.8,31.05,121.457;0,0,0,0;-235.31,71.1,20.694,205.38;-241.825,30.12,11.30,0]%气相焓系数;for j=1:N+2for i=1：4L(i,j)=HLcoef(i,1)+HLcoef(i,2)*(1.e-3)*((T0(j)-298.15))+HLcoef(i,3)*((T0(j)-298.15)^2)*(1.e-6) /2+HLcoef(i,4)*((T0(j)-298.15)^3)*(1.e-9)/3; %纯组分液相焓计算HV(i,j)=HVcoef(i,1)+HVcoef(i,2)*(1.e-3)*((T0(j)-298.15))+HVcoef(i,3)*((T0(j)-298.15)^2)*(1.e -6)/2+HVcoef(i,4)*((T0(j)-298.15)^3)*(1.e-9)/3; %纯组分气相焓计算if j==7Hf(i,j)=HLcoef(i,1)+HLcoef(i,2)*(1.e-3)*((TF-298.15))+HLcoef(i,3)*((TF-298.15)^2)*1.e-6/2+H Lcoef(i,4)*((TF-298.15)^3)*(1.e-9)/3; %纯组分进料焓值elseHf(i,j)=0;endendH(j)=sum(HL(:,j).*X(:,j)) %混合液相焓h(j)=sum(HV(:,j).*Y(:,j)); %混合气相焓endHFF=sum(Hf(:,7).*Z');HF=zeros(1,18);HF(7)=HFF;%混合进料焓Result：（1）液相焓塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9H（KJ/mol）163.8995 170.4845 177.0816 183.6908 190.3121 196.9453 203.5906 210.2478 216.9170 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器H（KJ/mol）223.5981 230.2911 236.9959 243.7126 250.4410 257.1812 263.9331 270.6967 277.4720(2)气相焓塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9h（KJ/mol）65.7005 72.3813 79.1590 85.9539 92.6853 99.2780 105.6703 111.8252 117.7466 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器h（KJ/mol）123.4989 129.2358 135.2358 141.9501 150.0610 160.5479 174.7426 194.3139 221.0031 （3）进料焓塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9 HF（KJ/mol）0 0 0 0 0 0 -274.4300 0 0 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器HF（KJ/mol）0 0 0 0 0 0 0 0 07．气液相流量分布程序：function [x,y]=funlv(HF,H,h)syms l1 l2 l3 l4 l5 l6 l7 l8 l9 l10 l11 l12 l13 l14 l15 l16 l17 l18;syms v1 v2 v3 v4 v5 v6 v7 v8 v9 v10 v11 v12 v13 v14 v15 v16 v17 v18;L=[l1 l2 l3 l4 l5 l6 l7 l8 l9 l10 l11 l12 l13 l14 l15 l16 l17 l18];V=[v1 v2 v3 v4 v5 v6 v7 v8 v9 v10 v11 v12 v13 v14 v15 v16 v17 v18];R=5;N=16;D=2.53;F=zeros(N+2);F(7)=100;Z=zeros(4,18);Z(:,7)=[0.01 0.015 0.05 0.925];qc=V(2)*(h(2)-H(1));qr=L(18)*H(18)+V(18)*h(18)-L(17)*H(17);Q=[qc,0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 qr];for j=1:18if j==1e(1)=1*V(j);%方程1e(2)=R*D-L(1);%方程2endif j>=2&j<=17e(j+1)=L(j)+V(j)-(V(j+1)+L(j-1))-F(j);%18e(j+17)=L(j-1)*H(j-1)-V(j)*h(j)-L(j)*H(j)+V(j+1)*h(j+1)+F(j)*HF(j)-Q(j);%34 endif j==18e(35)=100-L(N+2)-D;%35e(36)=L(N+1)-V(N+2)-L(N+2);%36endends=solve(e(1),e(2),e(3),e(4),e(5),e(6),e(7),e(8),e(9),e(10)...,e(11),e(12),e(13),e(14),e(15),e(16),e(17),e(18),e(19),e(20)...,e(21),e(22),e(23),e(24),e(25),e(26),e(27),e(28),e(29),e(30)...,e(31),e(32),e(33),e(34),e(35),e(36));y=eval(cat(1,s.v1,s.v2,s.v3,s.v4,s.v5,s.v6,s.v7,s.v8,s.v9,s.v10,s.v11,s.v12,s.v13,s.v14,s.v15,s.v16,s.v17,s.v18));x=eval(cat(1,s.l1,s.l2,s.l3,s.l4,s.l5,s.l6,s.l7,s.l8,s.l9,s.l10,s.l11,s.l12,s.l13,s.l14,s.l15,s.l16,s.l17,s.l18));result：（1）液相流量塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9L(Kmol/h) 12.6500 11.8565 11.1836 10.6141 10.1373 9.7477 168.5350 161.1218 154.6641 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器L(Kmol/h) 149.1512 144.6467 141.3276 139.5606 140.0308 143.8795 152.1340 160.4078 97.4700(2)气相流量塔板数冷凝器 2 3 4 5 6 7(进料) 8 9V(Kmol/h) 0 15.1800 14.3865 13.7136 13.1441 12.6673 12.2777 71.0650 63.6518 塔板数10 11 12 13 14 15 16 17 再沸器V(Kmol/h) 57.1941 51.6812 47.1767 43.8576 42.0906 42.5608 46.4095 54.6640 62.93788．编写三对角矩阵程序：function X=sanduijiao(L,V,K)N=16;A=zeros(4,N+2);B=zeros(4,N+2);C=zeros(4,N+2);D=zeros(4,N+2);triM=zeros(18,18,4);Z=zeros(4,18);Z(:,7)=[0.01 0.015 0.05 0.925];F=zeros(N+2);F(7)=100;for j=1:18 %计算三对角矩阵中的元素if j==1A(:,1)=0;for i=1:4B(i,1)=-V(1)*K(i,1)+L(1);C(i,1)=V(2)*K(i,2);endD(:,1)=0;endif 2<=j&j<=(N+1)A(:,j)=L(j-1);for i=1:4B(i,j)=-V(j)*K(i,j)-L(j);C(i,j)=V(j+1)*K(i,j);D(i,j)=-F(j)*Z(i,j);endendif j==18A(:,j)=L(j-1);for i=1:4B(i,j)=-(L(j)+V(j)*K(i,j));endC(:,j)=0;D(:,j)=0;endendfor j=1:N+2%构造三对角矩阵if(j>1)triM(j,j-1,:)=A(:,j);endtriM(j,j,:)=B(:,j);if(j<N+2)triM(j,j+1,:)=C(:,j);endendfor i=1:4X(i,:)=(triM(:,:,i)\(D(i,:))')';endresult：X（i，j）塔板乙醛乙醚乙醇水冷凝器0.0036 -0.0029 -0.0000 -0.00002 0.0025 0.0024 0.0000 0.00003 0.0070 0.0071 0.0000 0.00004 0.0100 0.0110 0.0003 0.00015 0.0120 0.0141 0.0015 0.00246 0.0132 0.0163 0.0076 0.04017 0.0140 0.0179 0.0327 0.56538 0.0122 0.0171 0.0339 0.58989 0.0104 0.0163 0.0350 0.612610 0.0086 0.0156 0.0359 0.633011 0.0070 0.0151 0.0366 0.650012 0.0056 0.0149 0.0370 0.662313 0.0043 0.0152 0.0372 0.668014 0.0032 0.0160 0.0371 0.665415 0.0023 0.0170 0.0372 0.654716 0.0014 0.0174 0.0373 0.642417 0.0008 0.0166 0.0367 0.6384 再沸器0.0004 0.0144 0.0347 0.64039．计算收敛判据程序：for j=1:18s=s+(T(cnt,j)-T(cnt-1,j))^2;end10．圆整X程序：function x=yuanzheng(X)for j=1:18for i=1:4x(i,j)=X(i,j)/sum(X(:,j));endend11．一次圆整不能满足规定精度，所以迭代计算程序：function x=yuanzheng(X)for j=1:18for i=1:4x(i,j)=X(i,j)/sum(X(:,j));endendresult：板数乙醛乙醚乙醇水液相负荷L(kmol/h)汽相负荷V(kmol/h)乙醛乙醚乙醇水塔板温度T（K）X1 X2 X3 X4 K1 K2 K3 K4冷凝器0.40020.59970.00000.000112.6500 0 1.03591.00820.01870.0706299.00751 0.4082 0.58960.00000.0022 12.6768 15.18001.05521.09490.02180.0730 300.65432 0.4078 0.58660.00000.0056 12.7036 15.20681.07611.19340.02550.0756 302.29943 0.4045 0.56590.00010.0295 12.7302 15.23361.09891.30580.02990.0783 303.94704 0.3553 0.48320.00170.1598 12.7570 15.26021.12411.43560.03510.0811 305.60175 0.1889 0.25110.01380.5461 12.7834 15.28701.15211.58690.04120.0841 307.2689进料6 0.04580.05990.04420.8502 112.9185 15.31341.18371.76550.04840.0874 308.95587 0.0355 0.03040.04630.8878 112.9617 15.44851.21971.97960.05690.0910 310.67178 0.0274 0.01450.04760.9105 113.0048 15.49171.26152.24060.06720.0949 312.42949 0.0211 0.00650.04830.9241 113.0482 15.53481.31132.56570.07950.0993 314.247410 0.0162 0.00270.04880.9323 113.0916 15.57821.3722.98160.09450.1044 316.153911 0.0124 0.00110.04910.9375 113.1343 15.62161.4493.53210.1130.1106 318.194012 0.0094 0.00040.04920.9410 113.1775 15.66431.55134.29460.13660.1183 320.445713 0.0071 0.00010.04910.9437 113.2199 15.70751.69675.41940.16800.1288 323.056014 0.0053 0.00000.04870.9459 113.2631 15.74991.92527.24240.21340.1449 326.338715 0.0039 0.00000.04810.9480 113.3061 15.79312.347110.69400.29070.1747 331.100816 0.0028 0.00000.04700.9502 113.3487 15.83613.413619.59860.47930.2550 340.1879再沸器0.00230.00000.04600.9517 97.4700 15.878710.244378.68231.99020.9479 373.9640三．所用公式（查找的除课本以外的附加公式）1 泡点计算.ijiiij CTBAp+-=ln2 相平衡常数计算jijijijijij ppxyKγ==3 活度系数计算∑∑∑===--=NkNjjkjkkiNjjijixxx111)ln(1lnλλλγ4 威尔逊配偶系数计算)(,,e x pRTggVViiijLimLjmij--=λ5 摩尔体积的计算2857.0)1(,,cT T cc m L im Z V V-⨯=6 液相焓，气相焓，进料焓计算ij i ijj y HH ∑==1ij i ij j x h h ∑==1Fi i Fi F zHH ∑==1大作业（二）管壳换热器无相变传热模拟计算实例matlab程序clccleara=130;%传热面积ds=0.7;%壳体直径d=0.02;%管子内径l=6;%管长at=0.0438;%管程通道截面积as=0.0525;%壳程通道截面积wh=68250;%渣油质量流量,kg/hwc=175000;%原油质量流量，kg/hth1=382;%渣油入口温度tc1=275;%原油入口温度np=2;%管程nb=19;%壳程挡板数ri=0.0005;%渣油侧，管内侧热阻ro=0.0001;%原油侧，管外侧热阻th20=300 %渣油出口温度初值i=1;fprintf('试差计算开始...')while 1%原油和渣油物理性质计算tmh=(th20+th1)/2;%渣油定性温度d20h=0.919;%渣油20℃相对密度kh=12.5;%渣油特性因数cph=((0.7072+0.000551*d20h)*tmh-0.318*d20h)*(0.055*kh+0.35)*4.18;%渣油比定压热容%求解冷端即原油的出口温度tc20.因与cpc与tc20有关，化成一元二次方程d20c=0.850;%原油20℃相对密度kc=12.5;%原油特性因数p=[(0.7072+0.000511*d20c)/2 -0.318*d20c -((0.7072+0.000511*d20c)/2*tc1^2-0.318*d20c*tc1+wh*cph*(th1-th20)/(wc*(0.055*kc+0.35)*4.18))];%一元二次方程系数矩阵t=roots(p);%解有关tc20的一元二次方程tc20=t(t>0);fprintf('原油出口温度tc20= %8.2f\n',tc20)tmc=(tc20+tc1)/2;%原油定性温度cpc=((0.7072+0.000551*d20c)*tmc-0.318*d20c)*(0.055*kc+0.35)*4.18;%原油比定压热容fprintf('比定压比热容cph= %8.2f\n \tcpc= %8.2f\n',cph,cpc)%相对密度计算xh=1+tmh/100;dh=0.942+0.248*xh+0.174*d20h^2+0.0841/(xh*d20h)-0.312*xh/d20h-0.556*exp(-xh);%渣油相对密度xc=1+tmc/100;dc=0.942+0.248*xc+0.174*d20c^2+0.0841/(xc*d20c)-0.312*xc/d20c-0.556*exp(-xc);%原油相对密度fprintf('相对密度dh= %2.4f\n \tdc= %2.4f\n',dh,dc)%l表示热导率lh=0.4213*(1-0.00054*tmh)/d20h;%渣油热导率lc=0.4213*(1-0.00054*tmc)/d20c;%原油热导率fprintf('热导率lh= %2.4f\n \tlc= %2.4f\n',lh,lc)%关于运动粘度的计算t1=50;t2=100;v1h=1500;v2h=120;%渣油分别在50℃、100℃下的运动黏度v1c=90;v2c=13;%原油分别在50℃、100℃下的运动黏度bh=log(log(v1h+1.22)/log(v2h+1.22))/log((t1+273)/(t2+273));ah=log(log(v1h+1.22))-bh*log(t1+273);vh=exp(exp(ah+bh*log(tmh+273)))-1.22;%渣油运动黏度bc=log(log(v1c+1.22)/log(v2c+1.22))/log((t1+273)/(t2+273));ac=log(log(v1c+1.22))-bc*log(t1+273);vc=exp(exp(ac+bc*log(tmc+273)))-1.22;%原油运动黏度%黏度y是运动黏度与密度的乘积yh=dh*vh;%渣油黏度yc=dc*vh;%原油黏度fprintf('黏度yh= %2.4f\n \tyc= %2.4f\n',yh,yc)%hi,管内传热系数计算%现在是渣油即热流体走管程，内表面壁温twhuh=wh/(at*dh*1000*3600/2);%质量流量换算reh=dh*1000*d*uh*10^4/yh;%渣油雷诺数prh=cph*(yh*10^-4)/lh;%渣油普朗特数nuh=0.023*reh^0.8*prh^0.33;%渣油努塞尔数qh=wh*cph*(th1-th20);hi=nuh*lh/d;%管内传热系数，未考虑壁温影响twh=tmh+qh/(hi*a*3600);j=0;while 1vwh=exp(exp(ah+bh*log(twh+273)))-1.22;%内表面为twh的运动黏度ywh=dh*vwh;%内表面为tw的黏度hiw=hi*(yh/ywh)^0.14;twhi=tmh+qh/(hiw*a*3600);if abs(twhi-twh)<0.0001breakelsetwh=twhi;j=j+1;endendfprintf('通过计算壁温twh、传热系数hi、迭代次数j分别是twh= %2.4f\n \thi= %2.4f\n \t j= %d\n',twh,hiw,j)%ho,管外传热系数计算%现在是原油即冷流体走壳程，外表面壁温twcuc=wc/(as*ds*1000*3600);%质量流量换算rec=dc*1000*ds*uc*10^4/yc;%原油雷诺数prc=cpc*(yc*10^-4)/lc;%油普朗特数nuc=0.023*rec^0.55*prc^0.33;%原油努塞尔数qc=wc*cpc*(tc20-tc1);ho=nuc*lc/ds;%管外传热系数，未考虑壁温影响ao=a*1.5625;%考虑管子厚度，管外传热面积twc=tmc+qc/(ho*ao*3600);k=0;while 1vwc=exp(exp(ac+bc*log(twc+273)))-1.22;%内表面为twh的运动黏度ywc=dc*vwc;%内表面为tw的黏度how=ho*(yh/ywh)^0.14;twci=tmc-qc/(how*ao*3600);if abs(twci-twc)<0.0001breakelsetwc=twci;k=k+1;endendfprintf('通过计算壁温twc、传热系数ho、迭代次数k分别是twc= %2.4f\n \tho= %2.4f\n \t k= %d\n',twc,how,k)%传热系数kn=(1/hi+ri)*1.5625+(1/ho+ro);K=1/n;fprintf('传热系数K=%2.4f\n',K)%用传热效率x和传热单元数ntu计算出口温度c=[wc*cpc wh*cph];cmin=min(c);cmax=max(c);ntu=k*a/cmin;m=ntu*sqrt(1+(cmin/cmax)^2);x=2/((1+cmin/cmax)+sqrt(1+cmin/cmax)*(1+exp(-m))/(1-exp(-m)));rc=cmin/cmax;%热容流率比if cmin==wc*cpc %冷流体即原油热容流率为（wcp)min时tc2=tc1+x*(th1-tc1);th2=th1-rc*(tc2-tc1);elseth2=th1-x*(th1-tc1);tc2=tc1+rc*(th1-th2);endfprintf('th2= %2.4f\n\ttc2= %2.4f\n',th2,th1)if abs(tc2-tc20)<0.01breakelseth20=th2i=i+1endend%管程流体阻力pt计算gi=wh/(3600*at);%质量流速fsi=1.5;%结垢校正系数if reh<10^5fi=0.4513*reh^-0.2663;elsefi=0.2864*reh^-0.2258;endpt=(fi*l/d+4)*gi^2*np*fsi/(2*10^3*dh);fprintf('管程流体阻力pt= %2.4f\n',pt)%壳程流动阻力ps计算fso=0.15;%结垢校正系数de=0.027;%根据《化工原理》介绍我国制造浮头式换热器，中心距取32mm,管子排列是正方形fse=10;%壳程入口导流阻力系数go=wc/(3600*as);%质量流量if rec<150fo=120*rec^-0.993;elseif rec>1500fo=0.7664*rec^-0.0854;elsefo=10*(15.312/(log(rec))^4.735-0.44);endps=(ds*(nb+1)*fo*fso/de+fse)*go^2/(2*10^3*dc);fprintf('管程流体阻力ps= %2.4f\n',ps)。
化工过程分析与综合课程设计
化工过程分析与综合课程设计背景介绍化工过程分析与综合课程旨在通过实例讲解的方式，深入浅出地介绍化工过程的分析、设计及综合应用。
本课程将化工过程的基础理论与实际操作相结合，让学生在理论与实践中获得提高。
课程内容化工过程分析化工过程分析是课程的主要内容之一，主要包括以下几个方面：1.热力学分析：讲解热力学基本知识，并利用实例掌握热力学分析方法。
2.动力学分析：介绍反应动力学基本概念，并通过反应动力学实例掌握动力学分析方法。
3.流体力学分析：讲解流体力学基本知识，通过实例掌握流体力学分析方法。
4.传热传质分析：介绍传热传质基本概念，并通过实例掌握传热传质分析方法。
化工过程综合化工过程综合是课程的另一个主要内容，主要包括以下方面：1.化工过程设计：讲解化工过程设计基本知识，并通过实例掌握化工过程设计方法。
2.化工装置优化：介绍化工装置优化的理论知识，并通过实例掌握化工装置优化的方法。
3.化工系统集成：讲解化工系统集成的基本概念，并通过实例掌握化工系统集成的方法。
除此之外，本课程还将对化工过程的安全、环保、节能等方面进行介绍，并通过实例让学生意识到化工过程设计中需要考虑的综合因素。
课程设计为了让学生更好地掌握化工过程分析与综合，本课程将设计以下两个项目：项目一：化工过程分析项目在此项目中，学生将选择一个化工过程，运用所学分析方法进行分析，并撰写分析报告，同时在班内进行短时间报告分享。
此项目的目的是让学生掌握化工过程分析方法，并提高其分析问题的能力。
项目二：化工过程设计项目在此项目中，学生将在小组内选择一个实际化工过程，并对其进行全面的过程设计。
包括热力学、动力学、传热传质、流体力学等方面的设计，并通过班内讲解与展示，分享团队所取得的成果与困难，此项目的目的是让学生在集体合作中提高其团队合作与项目管理能力。
作业要求为了帮助学生更好地掌握所学知识，本课程将安排以下作业：1.每周课堂练习：每周上课后的练习，主要围绕所学内容设计，并通过作业让学生对所学内容尽快掌握。
电子教案与课件：《化工过程分析与综合》 第7章
在过程用能一致性原则中，将公用工程子系统中的流股也看成 相当的冷、热流股，而且将其与其它子系统同时考虑，综合考 虑各级别蒸汽用量。
（2）过程流股的提取及参数的确定
1）过程流股的提取
① 过程系统中与工艺物流匹配换热或与公用工程流股匹配换 热的所有工艺流股应提取作为参与过程夹点分析的流股。
① 蒸馏塔在T-H图上的表示
再沸器
蒸馏塔
蒸馏塔在T-H图上表示
② 蒸馏塔在系统中的合理放置
蒸馏塔穿越夹点的放置 特点：夹点上方取热，夹点下 方放热，公用工程的冷、热负 荷均增加，与过程是否集成， 所用能量相同，不能节省能量。
蒸馏塔设在夹点上方
特点：若再沸器热量取自 工艺物流，冷凝器热量排 放于低温工艺物流，节能。
▲ 过程系统能量利用的总图。 ▲ 分析过程中的用能不合理
单元。
4) 过程系统用能分析步骤： ① 从过程系统中提取出相应的流股数据和能量密集型单元的工艺 参数；
② 作出冷、热流股的组合曲线和整个过程系统的扩充的总组合曲 线，以得到该过程系统用能的总体状况；
③ 利用格子图来诊断是否有穿越夹点的换热器，在夹点上方是否 有冷却器，在夹点下方是否有加热器，如果有给予标记；
第7章 过程系统集成
7.1 过程系统能量集成
过程系统能量集成：以合理利用能量为目标的全过程系统综合 问题，它从总体上考虑过程中能量的供求关系以及过程结构、 操作参数的调优处理，达到全过程系统能量的优化综合。
说明：集成时增加了系统中各单元设备间的耦合关系，某些参 数的扰动会在系统内部扩散、放大，给操作控制带来困难，所 以要求系统具有一定的柔性。 7.1.1 蒸馏过程与过程系统的能量集成 （1） 蒸馏塔在系统中的合理设置
(完整word版)化工过程分析与合成
名词解释1. 夹点的意义（夹点处，系统的传热温差最小（等于ΔT min ），系统用能瓶颈位置。
夹点处热流量为0 ，夹点将系统分为热端和冷端两个子系统，热端在夹点温度以上，只需要公用工程加热（热阱），冷端在夹点温度以下，只需要公用工程冷却（热源）；）2. 过程系统能量集成（以用能最小化为目标的考虑整个工艺背景的过程能量综合）3. 过程系统的结构优化和参数优化（改变过程系统中的设备类型或相互间的联结关系，以优化过程系统；参数优化指在确定的系统结构中，改变操作参数，是过程某些指标达到优化。
）4、化工过程系统模拟（对于化工过程，在计算机上通过数学模型反映物理原型的规律）5、过程系统优化（实现过程系统最优运行，包括结构优化和参数优化）6、过程系统合成（化工过程系统合成包括：反应路径合成；换热网络合成；分离序列合成；过程控制系统合成；特别是要解决由各个单元过程合成总体过程系统的任务）7、过程系统自由度（过程系统有m个独立方程数，其中含有n 个变量，则过程系统的自由度为：d=n-m ，通过自由度分析正确地确定系统应给定的独立变量数。
）填空题1. 稳态模拟的特点是，描述过程对象的模型中（不含）时间参数2. （集中参数模型）认为状态变量在系统中呈空间均匀分布，如强烈搅拌的反应罐就可以用这一类模型来描述.3. （统计模型）又称为经验模型，纯粹由统计、关联输入输出数据而得。
（确定性模型）又称为机理模型4. （结构）优化和（参数）优化是过程系统的两大类优化问题，它们贯穿于化工过程设计和化工过程操作。
5. 换热网络的消耗代价来自三个方面：（换热单元（设备）数）（传热面积）（公用工程消耗）6. 过程系统模拟方法有、和。
7. 试判断图a 中换热匹配可行性1 , 2 ,3 ,4 。
8. 在夹点分析中，为保证过程系统具有最大热回收，应遵循三条基本原则：避免夹点之上 热物流与夹点之下冷物流间的匹配；夹点之上禁用冷却器；夹点之下禁用加热器。
化工过程分析与综合
综合方法：
(a) 直观推断法 (Heurist) 分解法
(Decomposition)
(d) 结构参数法 (Structural parameter approach)
(e) 人工智能 (Artificial intelligence)
（4）过程系统优化（Optimization)
学，是更为合理研制和运用系统而采取的各种组织、管理技 术的总称，是工程的方法论。
理论：自然科学与社会科学的某些理论、方法、策略和手段。 对象：系统—由一信息联系的一个整体。 手段：现代数学和计算机等。 内容：对系统的构成要素、组织结构、信息交换和自动控制
等功能进行分析研究。 目的：实现系统的最优设计、最优控制和最优管理。
参数优化：如温度、压力和流量等
结构优化：设备类型、设备更新、设备间的联结等
目 的：某些指标（如费用、能耗、环境影响等）达 到最优。
1.3 本课程的特点
特点：系统的方法论、研究对象为一个整体、贯穿优化的思想 课程目的：研究化工过程系统设计的方法和策略。
即： 建立过程系统的数学模型， 应用过程集成技术、数学规 划方法、人工智能技术对过程系统进行综合优化。
（3）过程系统综合(Synthesis)
给定的或可选择的输入 待综合的过程系统 所要求的或希望的输出
过程系统综合的主要课题： （a） 反应路径的综合 （b）反应器网络综合 （c） 换热器网络综合 （d）分离序列综合 （e） 公用工程系统综合 （f） 控制系统综合 （g） 全流程系统综合 （h）过程系统能量、质量集成
由一些特定功能的过程单元按着一定的方式相互联结而组成，它 的功能在于实现工业生产中的物质和能量的转换。
“过程系统”的含义已不局限于生产工艺过程，而逐步延伸到 经营管理业务和决策过程—供应链的优化（Supply chain optimization)。
化工过程的分析与综合
化工过程的分析与综合综述学号：201044143姓名：尹麒班级：化工1001题目：关于化工过程分析与计算机模拟的综述前言：化工过程分析与计算机模拟是现代化学工程研究和实践的重要手段。
通过对过程的分析和模拟可以加深对过程的理解，掌握过程变化的趋势，缩短过程研究和开发的进程，或者说用以秒为单位的计算机世界来换得以月或年为单位的工程时间，而且还可以大大节约人力和物力。
对于一个化工过程，常需要进行详细考察，以及尽可能达到最优化的条件。
这样的深入了解是属于过程分析的内容，它涉及对整个过程及其组成部分有关的各种影响因素。
实际情况是，过程分析对设计中过程的流程和技术条件的选择，对运转中过程的操作控制、考察和改进，以及对过程的研究和开发都是很重要的。
正文：（1）化工过程的分析分析是对任何具有明确界限的事物，即系统的详细考察，以求了解其特性，常是与一定的目的相联系的。
过程分析是对一过程的特定问题的认识并探求问题的解决途径和方法。
过程分析早就被化学工程师所用。
对于一个正在运转中的化工过程，人们首先可以对它的各个方面进行直接观察，对现场数据加以分析研究，但这是有一定限度的，因现场条件常是不能随意改变的。
在过程的开发和设计中，实际过程还未建立，就不能对它进行直接视察，对一些影响因素及其相互关系的考察，一种习用的方法是建立一个小型或中型的实际过程来进行实验观察。
此外，也可通过数学计算加以考察。
在不久的过去，由于计算方法的限制，对数学的利用有限，因此通过计算对复杂得实际过程进行分析是很困难的，甚至是不可能的。
由于现代计算机的应用，我们可以很好的解决复杂得数学问题，现代应用电子计算机进行过程分析的一般步骤可用图1—1表示。
被分析的对象分析目的的确定过程的分解确定结构关系建立数学模型模型检验模型运用结果分析过程分析一般步骤图1-1。
化工过程分析与综合习题答案
ω5
F1
F2
F3
F4
F5
F6
F7
ω1
x1 ω2
x2 ω3
x3 ω4
x4 x5
t
p
s
局部度为 1：x1，t，p，s （2） 消去 x1，t，s，F2, F4, F7 F1 F3 F5 F6
ω1
ω2
x2 ω3
x3 ω4
x4 x5 p
局部度为 1：ω1 ，x3 ，x4 ，x5 （3）消去ω1 ，x3 ， F3 F5
ω2
x2
ω3
ω4
x4
x5
p
局部度为 1：ω2 ，ω4 （4）消去ω2 ，ω4 x2 ，ω3，x4 ，x5，p 求解顺序如下： ω4 ω3 F5 F6 F3 局部度均为 0，选为设计变量。
X4
F4
t
F1
ω1
F2
X1
F7 3-6
S
描述过程系统的独立方程有： 物料平衡：V1y1i= V2y2i+ L2x2i F1（V1，V2，L2，y1i，y2i，x2i）=0 V1= V2+ L2 F2（V1，V2，L2）=0 能量平衡：V1H1= V2H2+ L2H3+Qc F3（V1，V2，L2，Qc，T1，P1，T2，P2）=0 相平衡：y2i=kx2i F4（y2i，x2i,T2，P2）=0 （1） 该系统的双图层为： F1 F2 F3 F4
d= c+N+M+15 2-5 2-6 2-7 简捷算法：Reflex Ratio：-1.3 Light Key：Methanol 0.95 Heavy Key：Ethanol 0.1585 Pressure：Condenser：1.9 公斤 Reboiler：1.8 公斤 最小回流比为：3.529 实际回流比：4.588 最小理论板数：14.47 实际板数：26.18 进料板：10.47 逐板计算：27 块塔板，11 板进料，塔顶采出：31.67kmol/hr，回流比：4.6
化工过程分析与综合---总结
夹点设计法
设计原则？
夹点设计法
夹点匹配的可行性原则
夹点上方
夹点下方
夹点匹配的经验原则
经验规则1 经验规则2
夹点设计法的要点
如何进行夹点设计法换热网络合成的综合？
分离序列综合
基本概念
分离序列数 切分点 独立分离单元 产生组分子群数
分离序列方案评价
分离易度系数 分离难度系数 分离易度系数越大或分离难度系数越小，表示轻重关键组分 越易被分离 评价分离序列方案优劣的指标
分离序列综合
分离序列综合经典方法
直观推断
渐进调优
数学规划
直观推断
七条规则
如何理解七条规则
祝大家考个好成绩！ 谢谢大家这学期的支持！
输入模块
单元过程模块 物性数据库
热力学数据库
计算方法库 经济分析模块 优化方法库 管理系统执行模块
输出模块
过程系统的表达
流程图
矩阵表达（过程，邻接，关联）
邻接矩阵的特点（行，列）
过程系统的分解
分解的步骤（分隔，断裂）
分隔的步骤（不相干子系统的识别，确定 求解顺序）
不相干子系统的分隔
Sargent和Westerberg的单元串搜索法
要点：
由序号小的开始 遇到重复线路就合并 先走小路，后走大路
一定要掌握
不相干子系统的分隔
矩阵方法进行不相干子系统分隔
主要思路：
首先去除一步回路
除掉没有输入的节点 除掉没有输出的节点 邻接矩阵中没有全为零与列全为零的元素后， 寻找二步回路 寻找三步回路 。。。。直至系统中没有节点的存在 系统分隔过程结束
确定性模型与随机模型
自由度的概念
自由度分析的目的
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过程系统---通俗化理解：具有特定功能的单元过程，按照一定方式相互联结所形成的网络过程系统---功能实现工业生产中的物质和能量的转换，保证物流的输送和储存。
化工过程的模型化：在现有理论、实验研究、工程实践的基础上，通过分析研究及科学、合理简化，抽象出能够深刻、正确反映过程系统本质的数学描述模拟的定义：采用一能反应研究对象本质和内在联系，与原型具有客观一致性，且可再现原型发生的本质过程和特性的模型，来研究和设计原型过程的方法数学模型分类和依据：（1）稳态模型和动态模型(_变量是否随时间而变)（2）机理模型和“黑箱”模型（经验模型）（机理模型：根据化学工程学科及其相关学科的理论与方法，对反应进行分析研究而建立的模型；“黑箱”模型：即经验模型，不能对过程机理进行进行正确的描述，将研究对象当作“黑箱”处理，根据过程输入、输出数据，采用回归分析方法确定输出与输入数据的关系）（3）集中参数模型与分布参数模型（过程的变量是否随空间坐标改变）（4）确定性模型和随机模型（输入与输出是否存在确定性关系；若时间不作为变量---统计的数学模型）机理模型：由过程机理出发，经推导得到，并得到实验验证。
统计模型：根据小试或工业实际数据拟合或回归得到纯经验的数学关系式。
混合模型：对实际过程进行抽象概括和合理简化，然后对简化的物理模型加以数学描述得到的数学关系式。
又称半经验半理论模型。
单元机理模型的建立步骤：（1）建立数学模型的假定条件（2）机理模型的建立方法（3）数学模型的求解过程系统模拟基本结构及作用：输入模块：提供模拟计算中所需要的所有信息，包括过程系统的拓扑结构信息。
输入方式：批处理、一次输入形式或用户人机对话形式。
单元过程模块：过程系统模拟的重要组成部分。
根据输入流股及单元结构信息，通过过程速率或平衡级的计算，对过程进行物料流及能量流的衡算，获得输出流的信息。
优化方法库：为系统模拟提供优化计算方法。
无约束最优化方法：一维搜索（黄金分割法、消去法、抛物线法）、变量轮换法、负梯度法、单纯形法等，有约束最优化方法：lagrange乘子法、罚函数法、既约梯度法等。
经济分析模块：:将生产操作费用与设备投资费用与市场进行联系，对系统生产进行经济评价。
技术经济分析：原料、反应、工艺流程、化学工程、设备、操作控制、产品、环境污染、资源利用。
管理系统执行模块：:过程系统模拟的核心。
控制计算顺序及整个模拟过程。
输出模块：:按照单元过程模块或流股输出的中间结果或最终结果，按照用户所需要的输出方式和所需要的结果进行输出。
物性数据库热力学数据库计算方法库为单元过程模块求解提供基础数据和求解方法。
物性数据库：各种输入模块中涉及到物流的物性，包括密度、粘度等。
热力学数据库：各种输入模块中涉及到物流的热力学性质，包括焓、熵和Gibbs自由能、化学反应的热力学性质。
计算方法库：为系统模拟提供数学计算方法，主要用于非线性方程的求解。
主要方法有：直接迭代法、松弛法、维格斯坦法、牛顿法、拟牛顿法、最小二乘法等。
矩阵表示（a）过程矩阵Rp表达过程系统单元设备与流股之间的关系，由流股将相关设备关联起来。
（列：设备单元号；行：相关物流号）(b) 邻接矩阵RA ：一个由n个单元或节点组成的系统，其邻接矩阵或相邻矩阵可表示为n×n的方阵。
空的列（元素都为零）：系统中没有输入的节点；空的行（元素都为零）：系统中没有输出的节点。
（c）关联矩阵RI 流股与设备之间的关系：设备输出为负，设备输入为正。
注意：Ⅰ.若有向图中有n个节点m 条边，则关联矩阵为n行m列的矩阵Ⅱ.每一流股(边)在矩阵中标出两次，即同一条边可是一个节点的输出又是另一节点的输入边Ⅲ.列的元素之和为零过程系统的分解：将一个结构已定的系统分割成一些更小的次一级系统的方法。
目的就是方便数学模型的求解。
系统分解步骤：（1）系统的分隔（或分割)（2）子系统（循环回路或最大循环网）的断裂系统的分隔（或分割) ①从系统中识别出独立的子系统或者不相干的子系统目的：该子系统可以独立求解②从识别出的子系统中进一步识别必须同时求解的方程组。
该方程组对应着系统中的一些循环回路或由几个循环回路链接成的最大循环网，并以拟节点表示这些循环回路或者最大循环网③把系统中的节点、拟节点按信息流方向排出没有环路的序列，确定有利的求解顺序。
独立的子系统/不相干的子系统：该子系统中包含的变量在系统的其他部分不出现，系统其他部分所包含的变量也不在该系统中出现子系统的断裂断裂的含义：选择断裂该组最大循环网中的某些流股，使这些流股所包含的变量作为迭代变量，使该股最大的循环网中的环路全部打开，即可按照信息流方向逐个计算该子系统的各单元。
断裂要做的工作就是寻找这个最优的断裂流股不相干子系统的识别：Himmelblau方法：（1）列出事件（关联）矩阵S（2）找出非零元素最多的列（3）k列元素值为零行保留；元素为1的行用布尔加法合并（4）重复第（2）步，找出非零元素最多的列，k=2或k=4再重复第三步。
最后该矩阵每列只含1个非零元素，说明此时各行间没有共同的变量，每行对应了1个不相关的子系统。
不相关子系统的分隔：1.Sargent 和Westerberg 的单元串搜索法①从有系统输入流的单元开始，或由序号小的单元开始，沿着输出流股搜索下去，搜索过的单元形成一单元串；②当发现某一个单元在单元串中出现两次时，则将单元串中重复出现的单元之间所有单元合并为一拟节点，该拟节点可以按照单个单元处理；③若该单元有几个输出流股的话，按照输出流股的序号从小到大，依次搜索下去，搜索顺序同上所述；系统中所有的单元及物流都搜索过之后，则搜索工作结束，得到计算各单元组的顺序。
2. 矩阵方法（1）邻接矩阵法步骤①除掉“一步循环回路”指由一节点经其输出流股又直接回到该节点，也称“自身回路”（主对角线元素为1）。
②除掉没有输入流股的节点。
邻接矩阵中只含零元素的列，则把该节点排在计算顺序表中的最前面。
③：除掉没有输出流股的节点，除掉对应的行和列，并除去相应的节点。
邻接矩阵中只含零元素的行即代表这样的节点。
该节点排在计算表中的最后面（因为这样的节点没有向系统内的节点输出流股只有向系统外的节点输出流股）④：邻接矩阵中已经没有全为零元素的列或全为零元素的行了，说明系统中存在循环回路。
寻找“2步回路”合并为一拟节点，再返回步骤②。
若一过程系统已用方程组的形式来描述，先用事件矩阵表示该方程组，再转化成邻接矩阵（方程式当节点），则用上述方法即可把方程组进行分隔。
事件矩阵转换成邻接矩阵的前提：确定每一方程的“输出变量”。
方法：首先选择非零元素最少的列（或行），非零元素相同时，则按序号先后来选取，以列A表示：在列A中非零元素所在的行中选含最少非零元素的行，以行B表示。
位于列A与行B的元素对应的变量即为行B对应方程的输出变量。
除去列A与行B，重复上述过程，依此确定其他方程的输出变量。
邻接矩阵的幂具有如下性质：若A为一有向图的邻接矩阵时，其n次幂将能如下表明：从有向图中一节点经过n步通路能否达到另一节点。
-----A的n次幂的（i,j）主对角线上元素为1时，表明从结点i经过n步通路可以达到结点j；-----A的n次幂的（i,j）主对角线上元素为0时，表明从结点i经过n步通路达不到结点j。
（2）可及矩阵法：可及矩阵的数学基础：R中所有的（i,j）元素为1时，表明从结点i经过至多n步通路可达到结点j；R中所有的（i,j）元素不为1时，表明从结点i经过至多n步通路达不到结点j ；n 趋于无穷大时：R 中所有的（i,j ）元素为1时，表明从结点i 总有通路可达到结点j ；R 中所有的（i,j ）元素不为1时，表明从结点i 没有任何通路达到结点j ； 步骤：写出网络的节点邻接矩阵R ，然后求R 的二次幂和三次幂，求=*R R 。
从可及矩阵R*中得到不可分隔子系统，含有多个不独立的同规模的循环回路不易采用邻接矩阵法易采用可及矩阵法最大循环网的断裂断裂的实质：选出再循环单元组中的一条或几条流线，为其数据预设初始值，形成可着手对其后的单元进行求解的局面。
选择最优断裂流股的准则：I. 断裂的流股数目最少； II. 断裂流股包含的变量数目最少；III.对每一流股选定一个权因子，该权因子数值反映了断裂该流时迭代计算的难易程度，应当使所有的断裂流股权因子数值总和最小； IV . 选择一组断裂流股，使直接代入法具有最好的收敛特性。
（说明：准则I 和II ：直观，比较经验性。
准则III ：应当是比较完善的，但各流股权因子的估计是困难的。
准则IV ：具有相当的实用性，如何选择断裂流股是个难题。
）1. Lee-Rudd 断裂法（断裂的流股数目最少）回路矩阵（行---流股号 列---回路。
f ： 回路频率，某一流股出现在各回路的次数。
对应于回路矩阵中的各列元素之和。
R ：回路的秩，某一回路中包含的流股总数。
对应于回路矩阵中的各行元素之和。
）步骤I . 除去不独立的列k 。
II. 选择断裂流股（剩下的独立列构成的回路矩阵中，秩为1的行说明该行所对应的回路只剩下一股物流，为此打开该回路，必须将该行非零元素对应的流股断裂。
）2. 双层图断裂法---方程组断裂 上下两层均为节点，其中上层节点为方程，下层为变量。
从方程开始，寻找方程中的变量，两者进行连接。
节点的局部度：与某一节点相连的边数，用 表示。
收敛：①迭代求解不能保证收敛到真实解的特性就叫做局部收敛 ②对于迭代求解，如待求解的非线性方程无论只有一个解还是多个解，算法均能保证方程的求解收敛在唯一正确的解时，则称迭代求解具有全局收敛性。
③收敛判据 ：用来判定迭代计算收敛精度的目标函数值称之收敛判据。
对于隐式方 程和显式方程，按绝对量考虑提出如下收敛判据：ϕ)(((kX 或(X f 按相对量考虑而提出如下收敛判据：()(k X X f ④收敛容差：在方程的迭代求解过程中，在收敛判据中设定的前后两次迭代结果的差值，就叫做收敛容差，也称收敛误差。
收敛容差一般用 来代表。
通常为一个足够小的正数。
⑤收敛速度： 求解方程的任何迭代法的收敛 速度可用下式来衡量： 直接迭代法(k X +特点： 1）并不总是收敛的2）收敛性与具体化工过程系统的非线性特征有关部分迭代法 )1(k X =+ 1(k X + w 是用来调节两部分大小的一个系数，叫松弛因子。
实际使用部分迭代法时，要对w 的数值进行合理的估计。
韦格施坦法：用于显式方程、具有显式迭代形式的割线法。
割线法：割线法的迭代方案，利用连接函数曲线上x 值等于的两个点的割线与横坐标相交，定出下一轮的x 值，即)1(k X +=割线法迭代求解的特点：在各轮迭代中只需进行函数值的计算。
在作每一轮计算时，需要前两轮的信息。