化工过程模拟分析与优化综合作业
化工系统工程__化工过程系统稳态模拟与分析（可编辑）
化工系统工程__化工过程系统稳态模拟与分析2 化工过程系统稳态模拟与分析概述通过对化工工艺流程系统进行稳态模拟与分析也就是对过程系统建立模型并对模型进行求解可以解决下述三方面的问题①过程系统的分析与模拟②过程系统设计③过程系统参数优化①过程系统的分析模拟对某个给定的过程系统模型进行模拟求解可得出该系统的全部状态变量从而可以对该过程系统进行工况分析如图21所示②过程系统设计当对某个或某些系统变量提出设计规定要求时通过调整某些决策变量使模拟结果满足设计规定要求如图22所示③过程系统参数优化过程系统模型与最优化模型联解得到一组使工况目标函数最佳的决策变量优化变量从而实施最佳工况如图所示 2 化工过程系统稳态模拟与分析相关的基本概念 1 系统为了某种目标由共同的物料流或信息流联系在一起的单元组合而形成的整体称为系统 2 子系统组成系统的系统下一层次的事物简单系统子系统就是某个单元复杂系统它的子系统又可能包含有子系统基本概念 3 系统的特性由两方面构成 1系统内各个单元的特性复杂系统则是各子系统的特性 2系统流程的结构特性树结构和再循环结构的概念 4 过程拓扑将过程流程图转换为信息流程图再把信息流程图转变为过程矩阵的过程称为过程拓扑过程流程→信息流程用有向线段表示信息流用方框表示设备或节点信息流程→过程矩阵将信息流程数字化使计算机可以识别根据信息流图可以得出过程矩阵 2．1 过程系统模拟的基本方法过程系统模拟计算量大且复杂手工计算难以完成计算机和计算技术的发展为过程系统的整体研究提供了技术手段各种类型的过程系统模拟软件不断出现但就其模拟计算求解方法而言可以归纳为三类序贯模块法 Sequentia1 Modular Method 面向方程法 Equation Oriented Method 联立方程法联立模块法 Stmultaneously Modular Method 2 11过程系统模拟的序贯模块法序贯模块法按照由各种单元模块组成的过程系统的结构序贯的对各单元模块进行计算从而完成该过程系统的模拟计算的方法序贯模块法对过程系统的模拟以单元模块的模拟计算为基础依据单元模块入口的物流信息以及足够的定义单元特性的信息计算出单元出口物流的信息序贯模块法的优点与实际过程的直观联系强模拟系统软件的建立维护和扩充都很方便易于通用化计算出错时易于诊断出错位置序贯模块法的主要缺点计算效率较低尤其是解决设计和优化问题时计算效率更低序贯模块法计算效率低的原因只能根据模块的输入物流信息计算输出物流信息在进行系统模拟的过程中对有再循环物流单元模块的计算需要考虑断裂物流收敛计算使问题复杂 2 12 过程系统模拟的面向方程法面向方程法将描述整个过程系统的数学方程式联立求解从而得出模拟计算结果的方法面向方程法又称联立方程法面向方程法的优点可以根据问题的要求灵活地确定输入输出变量而不受实际物流和流程结构的影响模型中所有的方程可同时计算和同步收敛面向方程法的问题形成通用软件比较困难不能利用现有大量丰富的单元模块缺乏与实际流程的直观联系计算失败之后难于诊断错误所在对初值的要求比较苛刻计算技术难度较大等 2 13 过程系统模拟的联立模块法联立模块法将过程系统的简化模型方程与单元模块严格模型交替求解又被称作双层法 2．2 过程系统模拟的序贯模块法 2．2．1序贯模块法的基本原理单元模块依据相应过程单元的数学模型和求解算法编制而成的子程序如图28 a 中的闪蒸单元可依据闪蒸单元模型和算法编制成闪蒸单元模块单元模块的单向性结定单元模块的输入物流变量及参数可计算出相应的输出物流变量但不能由检出变量计算输入变量也不能由输入输出变量计算模块参数序贯模块法的基本思想从系统入口物流开始经过对该物流变量进入的单元模块的计算得到输出物流变量这个输出物流变量就是下一个相邻单元的输入物流变量依次逐个的计算过程系统中的各个单元最终计算出系统的输出物流计算得出过程系统中所有的物流变量值即状态变量值 2．2．2 再循环物流的断裂当涉及的系统为无再循环流的树形结构时序贯模块法的模拟计算顺序可以按过程单元的排列顺序一一顺利完成用序贯模块法处理具有再循环物流系统的模拟计算时需要用到系统分解断裂 Tearing 和收敛 Convergence 等多项技术 Step1 假定断裂物流S4的变量值然后依次计算单元模块ABC得到物流S4的变量值 Step2利用收敛单元比较S4与S4的相应变量值若不等则改变S4为新的变量值重复Step1过程直到S4与S4两个变量值相等为止问题收敛单元设置在哪个物流处既如何选择断裂物流本问题中不仅可以是物流S4处也可以设置在物流S2或S3处对于复杂系统收敛单元设置的位置不同其效果也将不同究竟设置在何处为好这要通过断裂技术去解决如何得到新的S4变量值如何保证计算收敛如何加快收敛取决于收敛算法还与断裂物流变量的特性有关 2．2．2 再循环物流的断裂 1 断裂的基本概念首先考察方程组的断裂假设有一个由四个方程四个未知变量组成的方程组也可以由另外的方式进行求解例如假设x2的猜值则 f1解出x3 f2解出x4 f3解出x1 最后利用f4来检验最初没定的猜值x2 是否正确如果f4为零则可认为得到了方程组的解若此处的f4 不为零则需修正x2的值再重新进行迭代计算这样可将四维求解问题降阶成了四个一维问题通过迭代计算把高级方程组降阶为低级方程组的办法称为断裂考察过程系统中的不可分隔子系统如图211断裂物流可以选为S10当然也可以选为S11选择不同的断裂物流则其相应的迭代序列也不一样从表面上看上列的两种计算序列似乎没有什么很大的区别但由于系统中各物流及其变量特性的不同在收敛计算上常是有很大差异的如变量个数的多少方程求解的难易程度等如何选择断裂物流确定迭代序列是实施序贯模块法进行过程系统模拟计算过程中必须要解决的问题 2 断裂方法的研究早在20世纪60年代初就有人提出了断裂的思想此后随着流程模拟技术的不断发展有关研究断裂的文章不断出现他们提出判断最佳断裂的准则分为四类 1 断裂的物流数最少 2 断裂物流的变量数最少 3 断裂物流的权重因子之和最少 4 断裂回路的总次数最少另一种归纳 1断裂的流股数目最少 2断裂流股包含的变量数目最少 3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股时迭代计算的困难程度应当使所有的断裂流股权因子数值总和最小4选择一组断裂流股使直接代入法具有最好的收敛特性四条准则是一般性的原则 3 回路矩阵过程系统中的简单回路可以用回路矩阵 1oop／stream Matrix 表示矩阵中的行代表回路列代表物流若某回路i中包括有物流J则相应的矩阵元素aij＝1否则为空白或零不独立的列 f 1 与 f 值较大的列相比较若某列中的非零元素与 f 值较大列的非零元素同行则该列相对于 f 值大的列不独立如S2的f 值较大与其余小于它的列相比较会发现S2的非零元素为C行和A行而S1列C行非零 S3A行非零其余列中无与S2同行的非零的元素则判别出 S1 S3相对于S2不独立表示为 S1 S3 S2 S5 S6 S4 流股断裂方法一L - R 分解法 L – R分解法遵循的原则断裂流股数目最少且将所有循环路打开例现有一个为最大循环网的不可分割子系统其信息流图如下1 42 53 S4 S3 S2 S1 S6 S5 S7 S8 4流股断裂方法分析在这个信息流程图中有 8个流股S1S2 S8 五个节点12345构成了ABCD四个环路 1 4 2 5 3 S4 S3 S2 S1 S6 S5 S7 S8 A D C B在Lee – Rudd 法中首先分析信息流图再用环路矩阵表示出来 A B C D 环路S1 S2 S3 S4 S5 S6 S7 S8 01 1 0 0 0 0 0 0 00 0 0 0 1 1 1 1 01 0 0 0 0 0 0 0 11 1 1 0 流股 f R 1 42 53 S4 S3 S2 S1 S6 S5 S7 S8A C DB 矩阵做法Si 流股若在 A 环中出现则标 1若不出现则标 0例如 A 环由S2S3 两流股构成其余为零矩阵中还有加和行用f 表示它由每一列中的非零元素加和构成加和列R它将每一行非零元素加和构成 f 称为环路频率代表某流股出现在所有环路中的次数R 称为环路的秩代表某环路中包含的流股总数经运算可得出加和 f 和R值环路矩阵成为下面样子 A B C D S1 S2 S3 S4 S5 S6 S7 S8 0 1 1 00 0 0 0 0 0 0 0 0 0 1 1 1 1 0 1 0 0 0 0 0 0 0 1 1 1 10 R 2 2 3 4 f 1 2 1 2 1 1 2 1 不独立的列 A B C D S1 S2 S3 S4 S5S6 S7 S8 0 1 1 0 0 00 0 0 0 0 0 0 0 11 1 1 0 1 0 0 0 00 0 0 1 1 1 1 0 R 2 2 34 f 1 2 1 2 1 1 2 1 不独立的列基本概念工艺流程图过程流程过程拓扑举例信息流图-13 序贯模块法的基础是单元模块子程序通常单元模块与过程单元是一一对应的过程单元的输入物流变量即为单元模块的输入单元模块的输出即为过程单元的输出物流变量如 A B H G F E C D 系统分解对复杂系统将所有模型方程全部联立求解很困难直接用序贯法又存在相互影响这时可将该系统分成几个相对独立的部分各自联解再序贯求解将大的复杂系统分解为若干个小的子系统的过程称为大系统的分解目的是识别出不可分割子系统 AB H G F ECD 不可分割子系统不相关子系统 A B H G FE C D A B C A B CG F E D 流股断裂 Tearing 一般对于大系统分解得到的子系统已是不可分隔的如ABC构成的当这样的子系统仍很复杂时联立求解仍困难若断开某一个流股则可采用序贯法求解而断开的流股变量则作为迭代变量选择断裂流股是该技术的关键 A B H G F E C D 断裂物流迭代计算步骤如下该方程组可以通过联立求解得到它的解图210 描述了断裂的过程其中流股x2称为断裂流股该流股只有一个变量x2 称为迭代变量流股的收敛性指的就是其中变量x2 的收敛性能问题如果不选择流股x2是否可达到简化的目的。
化工过程模拟和优化.
☆低温、高压有利于生成环己烷
反应条件
◇氢/苯（摩尔比）：3.46, 氢气过量以使苯100%转化为环己烷; ◇主反应器：温度 180~200℃， 压力 2.68Mpa，苯转化率≥95% ; ◇后反应器: 温度 190~231℃， 压力 2.60Mpa.
产量与进料
◆环己烷产量： 47700 吨/年； ◆苯进料量： 71.441kmol/h ； ◆氢气进料量：氢：247.186kmol/h，氮：8.282kmol/h, 甲烷：18.786kmol/h； ◆苯进料条件： 3500KPa, 40℃, 液相； ◆氢气进料条件：2910KPa, 65℃, 气相
化工过程模拟和优化
苯加氢生产环己烷
过程设计
指导教师： 钱 宇、 陆恩锡 教授
学
生：
张旭东、陈 颖、郭平生
设计任务
设计项目：环己烷合成过程设计 产品名称：环己烷 产品规格：纯度99.9% 生产能力：47700吨/年
产品用途：
●环己烷是用于生产环己醇、环己酮和己二酸的原料， 也可用作有机溶剂等。 ●环己酮进一步生产己内酰胺、聚酰胺6纤维（尼龙6) ●尼龙6具有广泛用途. 民用：可纯纺和混纺作衣料、 针织品、地毯等；工业：作轮胎的帘子线、帐篷、绳 索、降落伞等。
反应系统设计
反应方程式 反应器型式
反应在两串联的反应器中进行。前者鼓泡床反应器，有利于利用均相催化 剂进行液相苯加氢反应；后者固定床反应器，有利于利用LD143催化剂进行气 相苯加氢反应。由于为强放热反应，反应器型式的选择应考虑有利于散热。
+ 3H 2 + 2.135 x 10 KJ/Kmol
5
☆体积缩小、产生大量热的平衡反应
+ 3H2
Ni 150~250 C, 23~53 大气压
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。
第4章 典型化工单元及过程模拟优化案例
3.3 优化求解及灵敏度分析
生产过程最优选择计算界面
3.3 优化求解及灵敏度分析
规划求解参数设置
例4生产配置优化
4.1 问题的提出 4.2 模型的建立 4.3 优化求解及分析
4.1 问题的提出
某工厂有两个生产单元可间歇生产两种产品P1和P2, 每批的产量为 2t，单元1每天的最大产量为12t/d， 单元2每天的最大产量为 24t/d。生产1t产品P1，需要0.3t原料M1，0.4t原料M2，0.4t原 料M3；生产1t产品P2，需要0.4t原料M1，0.2t原料M2，0.4t原 料M3。原料M1每天的限制是16t，原料M2每天的限制是18t；原 料M3每天的限制是20t。已知产品P1和P2的纯利润分别为2000元 /吨和1200元/吨，试问如何合理安排生产，试该工厂的每天总利 润为最大？
例1 流体输送管径优化
1.1 问题的提出 1.2 优化模型的建立 1.3 优化求解
1.1 问题的提出
流体输送是化工生产过程中最常见的物料输送方式，利 用泵通过一定直径的管道，将物料从一个地方输送到另一个 地方。 在完成相同的输送任务时，可以选择管径大一点的，也 可以选择管径小一点的。根据流体力学知识，一般流体都有 适宜流速，如液体10m/s以下，气体几十米/秒。 最经济管径优化选择？最适宜流速优化选择？
例3 生产过程最优选择
3.1 问题的提出
3.2 模型的建立
3.3 优化求解及灵敏度分析
3.1 问题的提出
各种已知数据：
原料及产品售价
名称 价格(万元/t) 数量（t/h） A 20 X1 B 3 X2 C 4 X3 D 2 X4 M 7 X5
四个生产过程的性能指标
过程名称Pi 生 产 能 力 APi(t产品/h) P1 12 P2 15 P3 18 P4 12 固定成本 IPi （万元/h） 4 1 2 1.5 操 作 成 本 IOPi( 万元/t产品) 2 0.8 1.5 0.75 转换效率（t产品/ t 原料 A=0.8M MB=ln(1+B) MC=1.3 ln(1+C) MD=0.7D
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)。
化工工程流程模拟与优化技术研究
化工工程流程模拟与优化技术研究摘要：化工工程是现代工业领域中的一个关键领域，涵盖了诸多关键过程，从生产塑料到炼油，无所不包。
如何在化工工程中实现生产效率的提高、成本的降低以及对环境的积极影响，一直是业界和研究界的重要挑战。
本研究旨在探讨化工工程领域中流程模拟与优化技术的发展和应用。
通过系统性的文献综述和案例分析，本文总结了流程模拟在化工工程中的重要性以及优化技术在提高生产效率、降低成本、减少环境影响等方面的潜力。
同时，本研究还讨论了当前面临的挑战和未来的发展趋势，强调了可持续性和创新在化工工程中的关键作用。
最后，本文为化工工程领域的从业者和研究者提供了有关流程模拟与优化技术的深入理解和应用建议。
关键词：流程模拟、优化技术、化工工程、生产效率、可持续性。
引言：流程模拟与优化技术已经成为解决这些挑战的关键工具，它们不仅可以帮助工程师更好地理解和优化复杂的生产流程，还可以为可持续性发展提供有力支持。
本文旨在探讨流程模拟与优化技术在化工工程领域中的重要性和应用前景。
通过深入研究文献和案例研究，我们将揭示这些技术如何推动工程领域的创新，以及它们在提高生产效率、降低成本和减少环境影响方面的潜在益处。
同时，我们还将探讨当前面临的挑战，并展望未来的发展趋势，特别强调了可持续性和创新的重要性。
本研究的目的是为化工工程领域的从业者和研究者提供深入理解和应用流程模拟与优化技术的指导，以期共同迈向更加高效、可持续和创新的化工工程领域。
1.流程模拟：化工工程的精密导航工具在化工工程领域，每一个生产过程都涉及到多个参数、反应、热力学等复杂因素，要确保生产高质量产品，同时控制成本和减少对环境的不利影响是一项艰巨的任务。
这些挑战包括但不限于：化工工程中的生产过程通常非常复杂，涉及多个相互关联的单元操作。
各种不确定因素，如原材料质量变化、设备磨损等，都可能对生产造成不利影响。
有效地管理原材料和能源是实现可持续性的关键。
不合理的资源利用不仅增加了成本，还对环境产生了负面影响。
化工流程综合题(分类练习)--2024年高考化学大题突破(解析版)
大题化工流程综合题类型一以物质制备为目的1(2024·广西·统考模拟预测)层状结构MoS2薄膜能用于制作电极材料。
MoS2薄膜由辉钼矿(主要含MoS2及少量FeO、SiO2)制得MoO3后再与S经气相反应并沉积得到，其流程如下。
回答下列问题：(1)“焙烧”产生的SO2用NaOH溶液吸收生成NaHSO3的离子方程式为。
(2)“焙烧”后的固体用氨水“浸取”得到重钼酸铵NH42Mo2O7溶液，为提高“浸取”速率，可采用的措施是(举一例)。
(3)“灼烧”过程中需回收利用的气体是(填化学式)。
(4)在650℃下“气相沉积”生成MoS2的反应需在特定气流中进行，选用Ar而不选用H2形成该气流的原因是。
(5)层状MoS2晶体与石墨晶体结构类似，层状MoS2的晶体类型为。
将Li+嵌入层状MoS2充电后得到的Li x MoS2可作电池负极，该负极放电时的电极反应式为。
结合原子结构分析，Li+能嵌入MoS2层间可能的原因是。
【答案】(1)SO2+OH-=HSO-3(2)将固体粉碎(3)NH3(4)H2和S在加热条件下发生生成H2S(5)混合型晶体Li x MoS2-xe-=MoS2+xLi+Li+为Li失去一个电子形成，原子半径小【解析】MoS2薄膜由辉钼矿(主要含MoS2及少量FeO、SiO2)制得MoO3后再与S经气相反应并沉积得到，辉钼矿焙烧后使用氨水浸取得到NH42Mo2O7，结晶后灼烧得到MoO3，最后与S经气相反应并沉积得到MoS2，据此分析解题。
(1)SO2用NaOH溶液吸收，生成NaHSO3，离子方程式为SO2+OH-=HSO-3，故答案为SO2+OH-=HSO-3。
(2)“焙烧”后的固体用氨水“浸取”得到重钼酸铵NH42Mo2O7溶液，可将固体粉碎，提高“浸取”速率，故答案为将固体粉碎。
(3)NH42Mo2O7为铵盐，“灼烧”过程产生NH3，可回收利用，故答案为NH3。
(4)H2和S在加热条件下发生生成H2S，所以用Ar而不选用H2，故答案为H2和S在加热条件下发生生成H2S。
煤化工过程模拟与优化考核试卷
4.煤化工过程模拟与优化中，不需要考虑设备的经济性和环境影响。（）
答案：
5.在煤化工中，DCS系统主要用于设备的自动控制和过程监控。（）
答案：
6.煤的气化过程中，产生的合成气可以直接用作燃料。（）
答案：
7.煤化工中的固体废物可以全部用于土地填埋。（）
答案：
8.煤化工过程优化只能通过改变操作条件来实现，无法通过设备改造和工艺改进。（）
煤化工过程模拟与优化考核试卷
考生姓名：__________答题日期：__________得分：__________判卷人：__________
一、单项选择题（本题共20小题，每小题1分，共20分，在每小题给出的四个选项中，只有一项是符合题目要求的）
1.煤化工过程中，下列哪一种反应类型最为常见？()
A.热分解反应
答案：
四、判断题（本题共10小题，每题1分，共10分，正确的请在答题括号中画√，错误的画×）
1.煤的直接液化过程中，催化剂的使用可以提高煤的转化率和油品质量。（）
答案：
2.煤化工中的废水处理，物理处理方法主要去除悬浮物和溶解物。（）
答案：
3.煤气化过程中，提高气化温度可以增加合成气的产率和质量。（）
B.湿法脱硫
C.干法脱氮
D.湿法脱氮
12.在煤化工过程中，哪些因素可能导致设备腐蚀？()
A.高温
B.高压
C.酸性气体
D.碱性气体
13.煤化工过程模拟与优化中，以下哪些模型是常用的？()
A.物质平衡模型
B.能量平衡模型
C.动力学模型
D.经济模型
14.以下哪些技术可用于煤化工过程中的自动控制？()
A. DCS系统
D.压力
化工工艺的模拟与优化方法考核试卷
B.能量方程
C.传递方程
D.机理方程
29.下列哪种方法用于评估化工过程的稳定性？（）
A.模拟
B.优化
C.仿真
D.测量
30.在化工工艺优化中，用于确定最优操作策略的参数称为（）。
A.自变量
B.因变量
C.目标函数
D.约束条件
二、多选题（本题共20小题，每小题1分，共20分，在每小题给出的选项中，至少有一项是符合题目要求的）
D.遗传算法
4.化工工艺模拟中，以下哪些是常见的数学模型？（）
A.连续性方程
B.能量方程
C.传递方程
D.机理方程
5.以下哪些是化工工艺优化的目标？（）
A.最小化成本
B.最小化能耗
C.提高产品质量
D.提高生产效率
6.以下哪些是化工过程模拟中的关键参数？（）
A.温度
B.压力
C.流率
D.组分浓度
7.在化工工艺优化中，以下哪些是常用的约束条件？（）
A.微分方程
B.积分方程
C.代数方程
D.离散方程
8.在化工过程中，下列哪种操作可能导致反应速率增加？（）
A.降低温度
B.降低压力
C.增加反应物浓度
D.减少催化剂活性
9.化工工艺优化中，考虑多目标优化时，常用的方法是（）。
A.目标加权法
B.目标组合法
C.目标优先法
D.目标分解法
10.在反应器模拟中，描述反应器内物料组成的方程称为（）。
A.提高产量
B.降低成本
C.减少污染物排放
D.提高产品质量
17.化工工艺模拟中，以下哪些是常用的传热模型？（）
A.对流传热模型
B.导热模型
化工系统模拟与优化
化工系统模拟与优化丁二烯和二氧化硫合成丁二烯砜的案例研究0 输入信息1. 反应信息a. 可逆反应：∆H R =－48,000Btu/mol , K eq =(6.846×10-11)exp[-36,940/T(0R)], k 1=(8.172×1015)exp[-52,200/T(0R)], k 1=k -1K eq [mol/(ft 3·h)], 反应速率符合化学计量关系，并且采用CSTR 反应器。
b. 反应条件：反应温度=90 0F , 反应器压力=150psia 。
c.假设反应的选择性为1：x ==尔数反应器进料中丁二烯摩转化的丁二烯摩尔数丁二烯转化率d. 反应动力学：反应在产品沸点下有显著的逆反应速率，这时应选择适宜的反应温度、二氧化硫与丁二烯的摩尔比，不仅要求转化率高，还要求生产控制稳定、产品成本低，一般选择二氧化硫与丁二烯的摩尔比r =1.0，丁二烯的转化率为40%e. 液相，无催化剂2. 丁二烯砜产量：P 丁二烯砜 = 80mol/h3. 丁二烯砜的产品纯度：x D ≥ 0.9854. 物化数据：一般需要的信息是分子量、沸点、蒸汽压、热容、汽化热、反应热、液体密度和逸度系数（或状态方程）。
5. 费用数据：SO 2＝0.064$/mol ，丁二烯＝6.76$/mol ，丁二烯砜＝8.50$/mol ，反应器的年均建设费是3150558.0R V [$/(ft 3·a)]。
丁二烯＋SO 2 丁二烯砜1间歇对连续采用间歇操作颇为有利的因素1．产率：a．当产率低于10×106lb/a时，有时采用间歇；b．如果产率低于1×106lb/a时，一般采用间歇；c．多产品装置。
2．市场的力量：a．季节性生产；b．产品的生存期短。
3．放大问题：a．反应的时间非常长；b．要处理低流速的浆料；c．快速结垢性的物料。
产率较低，约为0.17×106lb/a（操作时数按8150 h/a计），一般采用间歇，但根据反应的特点，决定选择一个连续的过程，操作费用和物流费用以年为基准，操作时数为8150 h/a 。
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习题解答2-1（1）d=n-m n=4(c+2) m=c+c+1+1=2c+2 d=4(c+2)-(2c+2)=2c+6给定流⼊流股：2(c+2) 平衡级压⼒：1所以没有唯⼀解（2）存在热损失n=4(c+2)+1 m= =2c+2 d=2c+7给定2c+5 所以没有唯⼀解（3）n=2(c+2)+2+2+1=2c+9 m=1+c+2=c+3 d=c+6给定进料：c+2 冷却⽔进⼝温度：1所以没有唯⼀解2-2（1）N v=3(c+2)（2）物料衡算：F i Z Fi=Vy Fi+Lx Fi (i=1,2……c)热量衡算：FH F=VH V+LH L相平衡：y Fi=k i x Fi (i=1,2……c)温度平衡：T V=T L 压⼒平衡：P V=P L（3）N e=2c+3（4）d= N v- N e=c+3（5）进料（c+2）和节流后的压⼒（1）2-3N x u压⼒等级数 1 进料变量数2(c+2)=4+3=7合计9N a u串级单元数 1回流分配器 2侧线采出单元数2传热单元数 5合计15N v u=9+15=24 d=24 给定的不满⾜要求，还需给定⼊塔混合物的温度，两塔的操作压⼒，塔2的回流⽐。
2-4N x u压⼒等级数N+M+1+1+1(N 和M 为两个塔的塔板数)进料变量数c+2 合计c+N+M+5N a u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10N v u= c+N+M+5+10= c+N+M+15d= c+N+M+152-52-62-7简捷算法：Reflex Ratio：-1.3 Light Key：Methanol 0.95Heavy Key：Ethanol 0.1585Pressure：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 3-186 57 161 215 173 413 1410 111293-22 4 5 121 311 67 8 9103-31.单元串搜索法（1）1,2,3,4,3---合并3,4---1,2，（3,4）（2）1,2，（3,4），6,5,2---合并2,3,4,5,6---1，（2，3，6,5）4（3）1，（2，3，6,5），7，1,2,3-------合并1，2，3，4，5，6，47----------（（7，1，2，3），6,5）4（4）加上8所以计算顺序为（1，2,3，4，7），85,67A1234CB56Loop Matrix：S2 S3 S4 S5 S6 S7 S8 S9 S10 RA 1 1 1 1 4B 1 1 1 1 4C 1 1 2f 1 2 1 1 1 1 1 1 1S2，S6，S7，S8，S9，S10 包含于S3S5 包含于S4断开S3,A,B 回路打开，断开S4,C 回路打开。
化工工艺设计中过程模拟优化的应用
化工工艺设计中过程模拟优化的应用1. 引言1.1 化工工艺设计中过程模拟优化的应用化工工艺设计中过程模拟优化的应用是指利用数学模型和计算机仿真技术，对化工工艺流程进行全面的分析和优化，以实现工艺的高效、稳定和经济运行。
过程模拟优化的应用已经成为化工工程领域中不可或缺的重要工具，能够帮助工程师们更好地理解工艺流程，发现潜在问题并提出改进方案。
通过模拟优化，可以有效降低生产成本，提高生产效率，减少资源浪费，提升产品质量，降低环境污染等方面的目标。
2. 正文2.1 过程模拟在化工工艺设计中的基本原理过程模拟在化工工艺设计中的基本原理是指利用数学模型和计算机仿真技术来模拟化工生产过程中的各种物理、化学和工艺现象，以便对工艺流程进行优化和改进。
过程模拟的基本原理包括以下几个方面：建立数学模型。
在化工生产过程中，涉及到各种反应、传质、传热等物理化学过程，需要将这些过程用数学方程式来描述。
通过建立数学模型，可以方便地对各种参数和变量进行调整和优化。
进行计算机仿真。
将建立的数学模型输入计算机软件中，进行仿真计算，得到工艺过程中的各种数据和结果。
通过计算机仿真，可以模拟出工艺流程中的各种情况，从而帮助工程师更好地理解和优化工艺设计。
进行参数优化。
通过对仿真结果的分析和比较，可以找出工艺流程中存在的问题和瓶颈，进而对关键参数进行调整和优化，以达到最佳的生产效率和产品质量。
进行模拟验证。
将优化后的工艺参数再次输入数学模型中进行验证，确保优化方案的可行性和有效性。
通过不断循环这一过程，可以不断改进和完善化工工艺设计，提高生产效率和经济效益。
过程模拟在化工工艺设计中发挥着重要的作用，为工程师提供了强大的工具和方法来优化和改进工艺流程。
2.2 过程模拟在化工工艺设计中的应用场景1. 新产品开发：在化工领域，经常需要开发新产品或者进行工艺改进。
通过过程模拟，可以对不同工艺方案进行比较，找到最优设计方案，提高产品质量和生产效率。
典型化工单元及过程模拟优化案例
（5）环隙传递给微元的热量q1t q1t 2Krx(T t)
(6) 微元体内的能量变化率 q1c
q1c
(r 2x f CP1t)
(7) 总能量平衡方程
t
2K
r1CP1
(T
t)
1 1CP1
2t x 2
v1
t x
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
同理，对套管的环隙也进行如上的能量分析，并注意流动方向和长
图5-21 管道保温层优化求解
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
5.4多效蒸发优化
5.4.1 问题的提出 5.4.2 优化模型的建立 5.4.3 优化分析
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
5.4.1 问题的提出
在生产中，常常应用多效蒸发来降低能耗。所谓多效蒸发，即通过 蒸发过程二次蒸汽的再利用，减少生蒸汽的消耗量，从而提高蒸发 装置的经济性。在多效蒸发中，随着效数的增加，单位生产能力的 蒸汽消耗量减少，操作费用降低；但另一方面，随着效数的增加， 单位生产能力的装置投资费用也会增大
综合（1）~（4），可知一次蒸汽的量G0
i(1 i)n (1 i)n 1
0.012753C2 m 0.2 2.822r 4.8 1L
/1000
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
则最后总费用的表达式为：
J
C1 (R2
r2)L1
i(1 i)n (1 i)n 1
0.25aC2
2b
b
2
bm3b
2
2r
b5
1L
/1000
5.1 5.2 5.3 5.4 5.5 5.6
化工工程中的化工过程模拟与优化
化工工程中的化工过程模拟与优化引言：化工工程是一门综合性学科，涉及到化学、物理、数学等多个学科的知识。
在化工生产中，化工过程模拟与优化是非常重要的环节。
通过模拟和优化，可以提高化工过程的效率、降低成本、减少环境污染，从而实现可持续发展。
本教案将从化工过程模拟和优化的基本概念、方法与技术、实践案例等方面进行探讨。
一、化工过程模拟的基本概念化工过程模拟是指利用数学模型和计算机仿真技术对化工过程进行描述和预测的过程。
它可以帮助工程师了解和分析化工过程的运行规律，为优化设计和操作提供依据。
化工过程模拟的基本概念包括：数学模型的建立、模型参数的确定、模型的求解和模型的验证等。
1.1 数学模型的建立数学模型是化工过程模拟的基础，它是对化工过程中各种物理、化学和传递现象的数学描述。
常见的数学模型包括质量守恒方程、能量守恒方程、动量守恒方程等。
在建立数学模型时，需要考虑化学反应、传热传质、流体流动等多个因素，并结合实际情况进行简化和假设。
1.2 模型参数的确定模型参数是指数学模型中的未知参数，如反应速率常数、传热系数等。
确定模型参数是化工过程模拟的关键步骤，需要通过实验或经验公式来获取。
对于复杂的化工过程，常常需要进行大量的实验来测定参数值，以提高模型的准确性和可靠性。
1.3 模型的求解模型的求解是指利用数值计算方法对数学模型进行求解，得到化工过程的数值解。
常用的求解方法包括有限差分法、有限元法、代数方程求解法等。
在求解过程中，需要选择合适的数值方法和计算工具，并进行计算精度和稳定性的分析。
1.4 模型的验证模型的验证是指将模拟结果与实际数据进行比较，判断模型的准确性和可靠性。
验证过程中，需要考虑模型的可重复性、稳定性和灵敏度等指标。
如果模拟结果与实际数据吻合较好，则说明模型是可信的，可以用于进一步的优化设计和操作。
二、化工过程优化的方法与技术化工过程优化是指通过改变工艺参数、操作条件和设备结构等方式，使化工过程达到最佳状态的过程。
化工过程模拟与优化考核试卷
3.稳态模拟关注长期稳定状态，动态模拟关注系统随时间的变化。稳态适用于长期运行分析，动态适用于启动、停车和瞬态操作。
4.选择算法时考虑问题类型、目标函数和约束条件。常用算法有线性规划、非线性规划和遗传算法。
化工过程模拟与优化考核试卷
考生姓名：__________答题日期：______/______/______得分：_________判卷人：_________
一、单项选择题（本题共20小题，每小题1分，共20分，在每小题给出的四个选项中，只有一项是符合题目要求的）
1.化工过程模拟的主要目的是（）
A.提高生产效率
C.拉格朗日法
D.所有上述
18.在化工过程模拟中，以下哪个环节通常不涉及模型验证？（）
A.参数估计
B.模型构建
C.结果分析
D.生产实施
19.以下哪个软件不是用于化工过程模拟与优化的？（）
A. Aspen Plus
B. HYSYS
C. MATLAB
D. Microsoft Excel
20.在化工过程优化中，以下哪个概念用于描述生产过程的经济性？（）
B. MATLAB
C. Aspen Plus
D. AutoCAD
11.在化工过程优化中，以下哪些策略可以采用？（）
A.改变操作条件
B.修改工艺流程
C.更新设备
D.减少安全措施
12.以下哪些化工单元操作通常需要进行模拟与优化？（）
A.精馏塔
B.压缩机
C.换热器
D.泵
13.在化工过程模拟中，以下哪些模型被广泛应用？（）
化学工程中的工艺模拟与优化考核试卷
4.论述在化工工艺模拟中，如何考虑安全性和环保因素，并举例说明。
六、案例题（本题共2小题，每题5分，共10分）
1.案例题：某化工企业生产一种有机合成产品，其工艺流程包括反应、分离和精制三个步骤。已知该反应在间歇式搅拌釜中进行，请根据以下信息进行工艺模拟：
D.沸腾床反应器
23.在化工设计中，用于表示流体流动阻力的参数是（）。
A.动压头
B.静压头
C.阻力系数
D.流体粘度
24.化学反应的活化能Ea与哪个因素无关（）。
A.反应温度
B.反应压力
C.反应物浓度
D.生成物浓度
25.在工艺流程图中，表示设备位置的符号是（）。
A.圆形箭头
B.矩形箭头
C.三角形箭头
D.圆弧形箭头
D.沸腾床反应器
17.在化工设计中，用于表示流体流动速度的参数是（）。
A.动压头
B.静压头
C.阻力系数
D.流体粘度
18.化学反应的平衡常数K与哪个因素无关（）。
A.反应温度
B.反应压力
C.反应物浓度
D.生成物浓度
19.在工艺流程图中，表示流体流动方向的符号是（）。
A.圆形箭头
B.矩形箭头
C.三角形箭头
A.优化工艺参数
B.预测设备性能
C.评估工艺可行性
D.设计新型反应器
2.下列哪些属于流体力学的基本方程（）。
A.质量守恒方程
B.能量守恒方程
C.动量守恒方程
D.状态方程
3.在化学反应工程中，反应器设计需要考虑的因素包括（）。
A.反应速率
B.反应温度
C.物料传递
化工过程模拟与优化作业
化工过程模拟分析与优化综合作业一、概念题（1）过程系统由一些特定功能的过程单元按照一定的方式相互联结而组成，单元间通过、能量流和信息流相连而构成一定的关系。
（2）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，即。
（3）如下图所示的示意图，为。
（A、过程系统分析；B、过程系统综合；C、过程系统优化）给定的过程系统待求的输出指定的输入（4）过程系统综合研究的主要课题有：反应路径综合、反应器网络综合、换热器网络综合、、、控制系统综合、全流程系统综合及过程系统能量、质量集成。
（5）过程系统模拟，包括稳态过程系统模拟和。
对于化工过程工艺方案设计，常采用。
（6）过程系统优化可分为和结构优化。
（7）过程系统分析与综合课程研究的主要方法和策略是建立过程系统的，描述出系统中每一单元及总体性能，并给以评价。
（8）建立单元过程的数学模型，一般选择和“黑箱”实验法。
（9）复杂蒸馏塔的数学模型M、E、S、H方程组是指、、液相及气相摩尔分数加和归一方程、能量衡算方程。
（10）如右图所示的混合器，进料组分数为C，则其自由度d为。
（11）说出一种常用的化工过程稳态模拟软件。
（12）处热、冷物流间传热温差最小，它限制了进一步回收过程系统的能量，构成了系统用能的“瓶颈”；可通过方法，以“解瓶颈”。
（13）一热回收换热网络，如选用的热、冷物流间匹配换热的最小允许传热温差min T 增大，则该过程系统所需的最小公用工程加热负荷min H,Q ，过程系统所能达到的最大热回收max R,Q 。
（增大、减小、不变、不确定） （14）如下图所示的a 、b 、c 三种不同的热机放置方式， 为有效的放置。
(a) (b) (c)（15）如图，在T-H 图中有三条热流股，试画出其组合曲线。
TOH（16）如图采用中间再沸器与过程系统进行有效能量进行能量集成，图（a ）为流程图，图（b ）为系统总组合曲线（不含中间再沸器）。
试在图（b ）中画出中间再沸器示意图，确定其位置在夹点上方还是夹点下方。
2022年 化工流程破解之模拟模拟练习及参考答案配套精选
化工流程模拟试题及参考答案1〔2021深圳一模〕.(14分某火电厂收捕到的粉煤灰的主要成分为SiO2、Al2O3、FeO、Fe2O3、MgO、TiO2等。
研究小组对其进行综合处理的流程如下：：①“酸浸〞后钛主要以TiOSO4形式存在，强电解质TiOSO4在溶液中仅能电离SO42-和一种阳离子②常温下，Ksp[Al(OH)3]=×10-34，Ksp[Fe(OH)3]= ×10-38，Ksp[Mg( OH)2]= ×10-11请答复以下问题：(1) “酸浸〞时TiO2发生反响的离子方程式为_______________。
(2)“反响〞时参加铁粉的作用为_______________。
(3)“结晶〞需控制在70℃左右，温度过高会导致的后果为_____________。
(4)“水解〞反响的离子方程式为______________。
所得TiO2•xH2O 沉淀进行酸洗的目的为____________。
(5) 为使滤渣2 沉淀完全(溶液中离子浓度小于10-3mol/L)。
需“调pH〞最小为________。
(6)实验室用MgC l2溶液制备MgCl2•6H2O，需进行的操作为_____、降温结晶、过滤、洗涤、枯燥。
(7)FeSO4•7H2O样品纯度的测定：取a g样品溶于水配成bmL.溶液；用酸化的c mol/LKMnO4标准溶液滴定，到达滴定终点时消耗标准液的体积为dmL，样品中FeSO4•7H2O的质量分数为____ 用代数式表示)。
1答案.(14 分)(1)TiO2+2H+=TiO2++H2O(2分)(2)将Fe3+复原为Fe2+(1分)(3)导致TiO2+提前水解使FcSO4·7H2O混有TiO2·xH2O，并使TiO2·xH2O产率降低(2分)(4) TiO2++(x+1)H2O=TiO2·xH2O+2H+(2 分) 洗去粘附的FeSO4，防止FeSO4水解(2 分)(5)(2 分)(6)在不断通入HC1的条件下蒸发浓缩(1分)(7) (2 分)2、二氧化锗被广泛勇于制作高纯金属锗、锗化合物、化工催化剂及医药工业，某工厂用褐煤烟灰〔主要成分、，还有少量和〕为原料制备，其流程如下：：难溶于水，不跟水反响，是以酸性为主的两性氧化物，溶于强碱溶液生成锗酸盐，溶于浓盐酸生成〔的沸点是〕。
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化工过程模拟分析与优化综合作业
一、概念题
（1）过程系统由一些特定功能的过程单元按照一定的方式相互联结而组成，单元间通过、能量流和信息流相连而构成一定的关系。
（2）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，即。
（3）如下图所示的示意图，为。
（A、过程系统分析；B、过程系统综合；C、过程系统优化）
给定的过程系统待求的输出
指定的
输入
（4）过程系统综合研究的主要课题有：反应路径综合、反应器网络综合、换热器网络综合、、、控制系统综合、全流程系统综合及过程系统能量、质量集成。
（5）过程系统模拟，包括稳态过程系统模拟和。
对于化工过程工艺方案设计，常采用。
（6）过程系统优化可分为和结构优化。
（7）过程系统分析与综合课程研究的主要方法和策略是建立过程系统的，描述出系统中每一单元及总体性能，并给以评价。
（8）建立单元过程的数学模型，一般选择和“黑箱”实验法。
（9）复杂蒸馏塔的数学模型M、E、S、
H方程组是指、
、液相及气相摩尔分数加
和归一方程、能量衡算方程。
（10）如右图所示的混合器，进料组分
数为C，则其自由度d
为。
（11）说出一种常用的化工过程稳态模拟软件。
（12）处热、冷物流间传热温差最小，它限制了进一步回收过程系统的能量，构成了系统用能的“瓶颈”；可通过
方法，以“解瓶颈”。
（13）一热回收换热网络，如选用的热、冷物流间匹配换热的最小允许传热温
差min T 增大，则该过程系统所需的最小公用工程加热负荷
min H ,Q ，过程系统所能达到的最大热回收max R,Q 。
（增大、减小、不变、不确定） （14）如下图所示的a 、b 、c 三种不同的热机放置方式， 为有效的放置。
(a) (b) (c)
（15）如图，在T-H 图中有三条热流股，试画出其组合曲线。
T
O
H
（16）如图采用中间再沸器与过程系统进行有效能量进行能量集成，图（a ）为流程图，图（b ）为系统总组合曲线（不含中间再沸器）。
试在图（b ）中画出中间再沸器示意图，确定其位置在夹点上方还是夹点下方。
冷凝器QC
T
夹点
二、换热网络综合
某一换热系统包含的工艺流股为两个热物流和两个冷物流，数据如下所示：
物流标号 初始温度 T in /℃ 终了温度 T out /℃ 热容流率 CP /(kW/℃)
H 1 180 70 6 H 2 160 40 3 C 1 20 135 4 C 2
80
140
8
计算：
（1） 若系统最小允许传热温差ΔT min =20℃，试用问题表格法确定过程的夹点温度，最小公用工程冷却负荷和最小公用工程加热负荷，最大热回收量；
（2） 当ΔT min =20℃时，利用夹点设计法设计该换热过程的初始网络，使其具有最大热回收；
（3） 若ΔT min =15℃，试用T-H 图定性分析最小公用工程冷、热负荷的变化情况。