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石河子大学化学化工学院 《化工过程模拟》 Aspen Plus上机练习 【Mixers/Spliters】 【1.1】将1200 m3/hr的低浓甲醇（甲醇20%mol，水80%mol，30(C，1 bar）与800 m3/hr的高浓甲醇（甲醇95%mol，水5%mol，20(C，1.5 bar）混合。求混合后的温度和体积流量。(Mixer) 【1.2】将1500kmol/hr的甲苯溶液（含苯2%mol）等摩尔地分流为两股流体，求每股物流的密度及焓值。 【1.3】请建立以下过程的Aspen Plus 仿真模型： 1) 将 1000 m3/hr 的低浓酒精（乙醇30%w，水70%w，30°C，1 bar ）与700 m3/hr的高浓酒精（乙醇95%w，水5%w，20°C，1.5 bar）混合； 2) 将混合后物流平均分为三股； 3) 一股直接输出； 4) 第二股与 600 kg/hr 的甲醇溶液（甲醇98%w，水2%w，20°C，1.2 bar）混合后输出； 5) 第三股与 200 kg/hr 的正丙醇溶液（正丙醇90%w，水10%w，30°C，1.2 bar）混合后输出。 求：三股输出物流的组成（摩尔分率与质量分率）和流量（摩尔流量及体积流量）分别是多少？ 【1.4】请采用适当的方法进行以下过程的仿真： 1）将400 °C，3 bar 下的1000 m3/hr 水蒸气、1000 m3/hr 二氧化碳和1000 m3/hr甲醇等压混合，求混合气体的温度和体积流量。 2）将400 °C，30 bar 下的1000 m3/hr 水蒸气、1000 m3/hr 二氧化碳和1000 m3/hr甲醇等压混合，求混合气体的温度和体积流量。 3）将400 °C，300 bar 下的1000 m3/hr 水蒸气、1000 m3/hr 二氧化碳和1000 m3/hr甲醇等压混合，求混合气体的温度和体积流量。 【Separators】 【2.1】对于含等摩尔的正戊烷和正己烷的溶液，试计算：（1）120℉下的露点压力;（2）1atm下的泡点温度;（3）120℉,0.9atm时的气相分率,气相和液相中的摩尔分率。 【2.2】将150oF和202 psia状态下进入蒸发器的液体45 mol %汽化，假设蒸发器产物的压力为200psia。采用Soave-Redlich-Kwong状态方程。用过程模拟软件确定所需的能量，各组分含量如下： 物质 lbmol/hr 丙烷 250 正-丁烷 400 正-戊烷 350 【2.3】下列物流离开精馏塔，其状态是138psia和197.5℉。如果压力被降低（绝热）到51psia，气相分率和温度为多少？ 组分 流量（lb mol/h） 丙烷 1.00 异丁烷 297.00 正丁烷 499.79 异戊烷 400.00 正戊烷 500.00 【2.4】使用Redlich-Kwong状态方程求取56atm和450K时氨气的摩尔体积。 【2.5】设有下列离开甲醇反应器的混合物：CO，100kmol/h；H2，200kmol/h；甲醇，100kmol/h。该气体处于100atm和300℃，试计算其比容和三组分的K值。分别采用理想气体定律、Redlich-Kwong状态方程、Redlich-Kwong-Soave状态方程，比较三个结果。 【2.6】选用合适的热力学模型估算两种丁烷异构体和四种丁烯异构体在223.5℉、276.5psia时的平衡常数Ｋ值，并将计算值与下列实验测量值（表 2.6）进行比较。假设物料的组成均为等摩尔比组成。 表 2.6 组分 Ｋ值 Isobutane 1.067 Isobutene 1.024 n-Butane 0.922 1-Butene 1.024 Trans-2-Butene 0.952 Cis-2-Butene 0.876 表2.7 组分 摩尔分率 H2 0.3177 CH4 0.5894 C6H6 0.0715 C7H8 0.0214 【2.7】甲苯加氢去烷基 是在高温高压下进行，过量的Ｈ2用于防止芳烃裂解生成轻质气体。实际操作中，甲苯的单程转化率仅70％，为了分离和循环氢气，反应器出来的热态流出物（5597kmol/h at 3448kpa and 408.2K）在闪蒸器中分离产物时被分凝至322Ｋ。如果反应器流出物的组成如表2.4所列，且闪蒸器的压力为3344kpa，计算离开闪蒸器的物料组成和气、液两相的流量以及闪蒸器的热负荷。比较使用不同的热力学模型时计算结果（包括闪蒸器Ｋ值、焓、熵变化）有何不同？ 使用三种热力学模型：S-R-K模型、P-R模型、L-K-P模型。 【2.8】500psia、950℉时在催化反应器内进行甲苯歧化生成苯和二甲苯的反应: ，由于回收热量，反应器生成物料被一系列热交换器冷却至235℉（此时压力为490psia）。物料继续在换热器中被冷却水冷却并部分冷凝至100℉、485psia，生成的气液两相混合物进入一闪蒸器中进行两相分离。针对以下反应器出口物料的组成，在过程模拟软件中分别使用S-R-K、P-R模型计算气液两相中各物质的流量，各物质的平衡常数以及冷却水的传热速率，比较不同热力学模型计算的结果。 组分 反应器出口流量 （lbmol/h） H2 1900 CH4 215 C2H6 17 Benzene 577 Toluene 1349 p-Xylene 508 【2.9】F=1000 kg/hr、P= 0.8 MPa、T=100 ℃含乙醇70 %w、水30 %w 的物流与F=500 kg/hr 、P= 0.6 MPa、T=70 ℃含正己烷60%、乙醇40 %w 的物流在闪蒸器中混合并绝热闪蒸到P= 0.11 MPa 。轻液相在汽相中的液沫夹带率为5%，重液相在汽相中的液沫夹带率为1%。求离开闪蒸器的汽、液、液三相的温度、质量流量和组成。 【2.10】用水（P= 0.15 MPa、T=25 ℃） 从含乙醇40 %w、正己烷60%w 的混合液（F=1000 kg/hr、P= 0.15 MPa、T=25 ℃）中回收乙醇，要求乙醇的回收率达到97%。求：需要的水流量，以及水相和有机相的组成。 【Heat Exchangers】 【3.1】 在由氯气和乙烯生产氯乙烯的过程中，从高温裂解炉出口的物流中含有58300 lb/h的HCl，100000 lb/h的氯乙烯，105500 lb/h的1,2-二氯乙烷，温度为500℃，压力为26atm。在进入精馏工序之前，要通过冷却和冷凝使该物流温度降至6℃，压力降至12atm。设该过程以三步完成：（1）26atm下在换热器1中冷却至露点温度；（2）经由一阀门绝热膨胀到12atm；（3）12atm下在换热器2中冷却至6℃。试确定每个换热器的热负荷。 【3.2】流程简述（流程见下图）： 1、20℃、0.1013MPa、2000kg/hr 流量的软水用冷水泵（1）加压到0.41MPa 后与同样压力的循环冷凝水混合后进入锅炉（2），加热成为0.4MPa 的饱和水蒸气进入生蒸汽总管； 2、生蒸汽的10%被分流送到空气加热器（3）加热空气。冷空气参数为10℃、0.11MPa、5000m2/hr。离开空气加热器的蒸汽冷凝水压力为0.38MPa、过冷度为2℃。换热器传热系数为100W/m2.K。 3、剩余生蒸汽的10%被分流送到乙醇加热器（4）加热乙醇水溶液。冷乙醇水溶液参数为20℃、0.11MPa、乙醇含量70%W,流量1000kg/hr。离开乙醇加热器的蒸汽冷凝水压力为0.38MPa、过冷度为2℃。换热器传热系数为300W/m2.K。 4、1000kg/hr 生蒸汽被送到蒸汽过热器（5）加热到过热度100℃（压力0.38MPa）。 5、空气加热器和乙醇加热器排出的冷凝水混合后用热水泵（6）加压到0.41Mpa 循环到锅炉供水系统。 求： 1、热空气的温度，空气加热器的传热面积和热负荷； 2、热乙醇的温度和蒸汽分率，乙醇加热器的传热面积和热负荷； 3、过热蒸汽的温度，蒸汽过热器的热负荷； 4、锅炉热负荷和富余蒸汽流量； 5、如果要求将乙醇刚好加热到泡点温度，则乙醇加热器的传热面积及加热蒸汽流量应为多少？ 6、参考《化工工艺设计手册（上）》中的固定管板式换热器参数，为空气加热器和乙醇加热器选择合适的换热器规格型号（可调整换热管数目），并核算两个换热器的设计余量是多少。 【3.3】为了把流量为60000 lb/h、压力为150 psia的丙酮从250℉冷却到100℉，需要设计一热交换系统。可以用需要加热的醋酸为冷却剂，其流量为185000 lb/h，温度为90℉，压力为75psia。现有四台单壳程双管程的管壳式换热器，每台的壳体内径均为21.25 in，装有270根3/4 in外径、14BWG、16ft长的碳素钢管，以1in的管心距正方形排列于管板上。壳程圆缺形挡板切除率为25％，板间距为5 in。试确定应当采用上述的一台还是多台换热器完成此换热任务。请注意若采用两台、三台或四台串联操作时，分别与采用双壳程四管程、三壳程六管程、四壳程八管程换热器等效。如果上述换热器不适用，请设计适用的一台或一组换热器。设污垢因子为0.004(h·ft·℉)/Btu。 【3.4】拟设计一台微加热器（trim heater），用来把57％（wt）乙烷、25％（wt）丙烷、18%（wt）正丁烷，流量为116000 lb/h的混合液从80℉加热到96℉，该液体进入换热器时的压力为520psia，要求在换热器内其温度不得达到泡点。现拟用汽油来进行加热，汽油的进口温度为240℉，压力为95psia，流量为34000 lb/h。公司的常规做法时采用单壳程双管程的管壳式换热器，所用的管子为3/4in直径、16BWG的碳素钢管，管长20ft，管心距为1in，正方形排列。管子根数由壳体内径决定，可获得的壳体内径如下表所示。 壳体内径（in） 管子数 10 52 12 78 13.25 96 15.25 136 17.25 176 19.25 224 汽油走管程，假定总污垢因子为0.002(h·ft·℉)/Btu，试设计一个合适的热交换系统。 【Pressure Changers】 【4.1】一压缩机将压强为 1.1 bar 的空气加压到 3.3 bar，空气的温度为 25 (C，流量为 1000 m3/h。压缩机的多变效率为 0.71，驱动机构的机械效率为 0.97。求：压缩机所需要的轴功率、驱动机的功率以及空气的出口温度和体积流量各是多少？（压缩机） 【4.2】某甲苯加氢脱烷基过程中，75℉、30psia、25000 lb/h的甲苯原料液用泵把压力升高到570psia。用ProII计算在两种效率下的泵的容量（以gpm表示）、泵的压头（以英尺甲苯液柱表示）、泵出口液体温度、泵所需实际功率（BHp）：（1）泵效率为100%；（2）泵效率为75％。 【4.3】某流量为5000kmol/h、温度为25℃、压力为1500kPa的天然气物流含甲烷90%，乙烷7%，丙烷3%。现将该气体通过一阀门绝热膨胀至压力为300kPa。若用以下的设备代替上述阀门，试用过程模拟软件确定气体出口温度和回收的功率：（1）等熵的膨胀透平；（2）等熵效率为75%的膨胀透平。 【4.4】液态氧储存在温度为-298℉、压力为35psia的氧气储槽内。现欲用本将该液态氧以100 lb/s的流量升压至300psia。储槽中液面比泵高出10ft，从储槽到泵吸入口的摩擦损失和加速度损失均忽略不计。设泵的效率为80％，试计算：（1）BHp（2）泵出口处氧的温度；（3）可获得的NPSH（泵进口液体压力与该处液体蒸气压的差值）。 【4.5】设计一组带中间冷却器的压缩机系统，把含有95％（mol）氢气、5%（mol）甲烷，流量为600 lb/h、温度为75℉的混合气从20psia压缩到600psia，假定单级压缩机出口温度的最高值为400℉，压缩机的效率为80%，并设中间冷却器的气体温度为120℉，试计算每一级压缩机的BHp和每一中间冷却器的热负荷（以Btu/h表示）。 【4.6】过热蒸汽压力为800psia，温度为600℉，流量为100000 lb/h，现拟通过膨胀将其压力降为150psia。试用模拟软件计算下述三种情况的出口温度、相态和回收的Hp：（1）绝热膨胀阀；（2）等熵膨胀的透平；（3）等熵效率为75%的膨胀透平。 【4.7】将压力为300psia、温度为150℉的丙烷气体送入效率为80％的膨胀透平，若丙烷气体一点也不冷凝，问其能达到的最低出口压力为多少？ 提示：可首先选用Flash模型计算该股气体的露点温度（136.7℉），然后使用Expander模型假设出口压力为某一值进行试差计算，当出口温度达到该露点温度时的出口压力即为所求值。（这样做可以吗？？？？） 【4.8】将 20°C 的水从蓄水池输送到高位水池，环境地理位置如图4.8所示： 输送管道采用φ133×4 的无缝碳钢管。所用离心泵的特性参数如下表； 泵出口安装一只 V500 系列的等百分比流量截止阀（Globe Valve）调节输送流量。计算以下数据： 1） 最大输送流量（m3/hr）及相应的轴功率。 2） 阀门开度为 20%时的流量及相应的轴功率。 图4.8 图4.9 【4.9】某吸收塔用 293.15 K 的清水作为吸收剂，正常用量为50 m3/hr。清水贮槽液面至吸收塔顶加料口的垂直高度为40 m。清水贮槽内压力为0.1013MPa，吸收塔内压力为0.3 MPa。初步设计如图4.9所示。使用φ 108×4 的无缝钢管作为输水管，进水管道长10 m，需要安装1 个90°弯头（Elbow）和2 只闸阀（Gate Valve）；出水管道长55 m，需要安装6 个90°弯头，2 只闸阀；离心泵入口的安装高度比清水贮槽液面低0.5 m。为降低能耗，采用变频电动机改变离心泵转速来调节输送流量，转速变化范围为1500~2800 rpm。离心泵的特性曲线如下表： 求： 1） 最大输水量； 2） 输水量为正常用量时离心泵所需的转速、轴功率和泵出口压力； 3） 输水量为 50%正常用量时离心泵所需的转速、轴功率和泵出口压力； 4） 与采用 2900 rpm 的固定转速，在泵出口采用节流阀调节流量的传统流量调节方案相比，上述第2）和第3）两种情况下分别能节约多少驱动能量（%）。 【Columns】 DSTWU — 应用示例（1）：含乙苯 30%w、苯乙烯 70%w的混合物（F=1000kg/hr、P=0.12MPa、T=30 (C）用精馏塔（塔压0.12MPa ）分离，要求99.8%的乙苯从塔顶排出，99.9%的苯乙烯从塔底排出，采用全凝器。求： Rmin，NTmin，R=1.5 Rmin 时的R、NT和NF 。 DSTWU示例（2）：绘制示例（1）的NT~R关系图，根据该图选取合理的R值，求取相应的 NT、NF、冷凝器和再沸器的温度和热负荷。 Distl —— 应用示例：含水30%w、甲醇70%w的混合物( F= 1000 kg/hr、P=0.12 MPa、T=20 (C )用精馏塔 (塔压0.12MPa) 分离，采用全凝器，22块理论塔板，加料板在第15块，摩尔回流比0.56775，馏出物/加料摩尔比0.641。核算分离效果，再沸器功率。 RadFrac — 应用示例 (1)：根据DSTWU示例（2）的结果，选取 R=20、NT=72、NF =42 ，用RadFrac 模块进行精确计算。再根据浓度分布剖形结果选取最佳进料板位置，重新进行校核计算。 RadFrac — 应用示例 (2)：如将示例（1）的塔压调到0.01 MPa，全塔压降0.005 MPa，试求满足分离要求所需的回流比和馏出物流量。 要求99.8%的乙苯从塔顶排出，99.9%的苯乙烯从塔底排出 RadFrac — 应用示例 (3)：如果示例（2）中的精馏段的墨弗里效率为0.45，提馏段的墨弗里效率为0.55，试求满足分离要求所需的塔板数、加料板位置和回流比。 RadFrac — 应用示例 (4)：在示例（3）的基础上选定性质选项中的包括水力学参数，计算后查看结果。 RadFrac — 应用示例 (5)：在示例（4）的基础上进行塔板设计和塔板核算，分别选用浮阀塔板和弹性浮阀塔板计算后对比结果。 RadFrac — 吸收示例 (1)：摩尔组成为CO2 ( 12%)、N2 ( 23%)和H2 ( 65%)的混合气体（F=1000kg/hr、P=2.9 MPa、T=20 (C）用甲醇（F= 60 t/hr、P=2.9MPa、T=-40 (C）吸收脱除CO2。吸收塔有30块理论板，在2.8 MPa 下操作。求出塔气体中的CO2浓度。 RadFrac — 吸收示例 (2)：在吸收示例（1）的基础上求使出塔气体中的CO2浓度达到0.5%所需的吸收剂（甲醇）用量。 RadFrac — 吸收示例 (3)：在吸收示例（2）的基础上求使出塔气体中的CO2浓度达到0.5%所需的吸收剂（甲醇）用量与理论板数的关系。 RadFrac — 吸收示例 (4)：选用10块理论板，求使出塔气体中的CO2浓度达到0.5%所需的吸收剂（甲醇）用量以及采用典型塔板和填料时的塔径。 RadFrac — 脱吸示例（1）：将吸收示例（4）所得到的吸收富液减压到0.15 MPa进行闪蒸，低压液体再进入脱吸塔在0.12 MPa下用氮气进行气提脱吸，要求出塔贫液中的CO2浓度达到0.1%。求合理的理论板数、所需氮气流量、采用不同塔板和填料时的脱吸塔尺寸、压降和负荷情况。 Extract — 萃取示例 (1)：用甲基异丁基甲酮(CH3COC4H9)从含丙酮45%w 的水溶液中萃取回收丙酮，处理量 500 kg/hr。采用逆流连续萃取塔，在 0.12 MPa下操作。求萃取塔理论板数和萃取剂用量对萃余相中丙酮浓度的影响。 1、用精馏塔从F=1000 kg/hr、P= 0.14 MPa、T=25 ℃、含乙醇60 %w、正丙醇25%w、正丁醇15 %w 的物流中回收乙醇，要求：1） 回收物流的乙醇浓度达到98%w、正丁醇含量不大于0.5%w; 2）乙醇回收率达到97%。 塔顶出料是 0.12 MPa 的饱和蒸汽，塔底出料是0.14 MPa 的饱和液体。求输出物流的组成、温度和体积流量。 2、用渗透汽化膜分离装置制取高浓度乙醇。原料乙醇（P= 0.15 MPa、T=25 ℃）含水 5%w，产品乙醇含水（0.05±0.01）%w。渗透膜的分离面积为100 m2，汽化侧的压强为0.2 bar。装置内的加热系统使料液始终维持在泡点温度。料液侧的流动压降为0.5 bar。膜的平均渗透速率为 式中为料液侧进口压强（< 6 bar）与汽化侧压强之差。表观分离因子为 式中Pw、Pe是汽化侧的水和乙醇分压，xw、xe是料液侧进口的水和乙醇摩尔分率。如果要达到100 kg/hr的高浓乙醇产量，试求渗透膜料液侧的进口流量、进口压强、进口温度和出口温度。 3、 用常规精馏从联苯中分离甲苯。分离规定如下： lbmol/h 进料 馏出液 塔底产物 苯 3.4 甲苯 84.6 2.1 联苯 5.1 1.0 温度 = 264℉；压力 = 对进料为37.1psia，回流比 = 1.3倍最小回流比，用全凝器，总压 = 36 psia；塔底压力 = 38.2psia。(a)确定实际回流比和精馏段及提馏段的理论级数。(b)若D/F之比值为（3.4 + 82.5 + 1.0）/93.1，计算各组分的分离程度。将结果与上面的规定进行比较。(c)如果由(b)计算的组分分离程度不能满足规定分离，调节回流比使塔底产物中的甲苯达到规定流量。（精馏） 4、 用两个精馏塔将温度为100℉，压力为480 psia的下列物流分离为下列产物。 lbmol/h 组分 进料 产物1 产物2 产物3 H2 1.5 1.5 CH4 19.3 19.2 0.1 C6H6（苯） 262.8 1.3 258.1 3.4 C7H8（甲苯） 84.7 0.1 84.6 C12H10（联苯） 5.1 5.1 考察两种不同的精馏序列。在第一种序列中，CH4在第一个塔中脱除。在第二种序列中，甲苯在第一个塔中脱除。用下列方法对两种序列进行计算：估计两种序列需要的实际回流比和理论级数。规定回流比等于1.3倍最小回流比。调节塔压使获得的馏出液温度为130℉；但是塔压绝不应低于20psia。规定采用全凝器，只有当甲烷从塔顶采出时才采用分凝器。（精馏） 5、 发酵过程的二氧化碳中含1%（mol）的乙醇。需要通过与35℃、1atm的水接触脱除乙醇。气体流量为400 lbmol/h，水流量为620 lbmol/h，其中含0.02％（mol）的乙醇。如果用10级的吸收塔进行模拟，确定出塔气体的组成。（吸收） 6、 天然气主要成分是甲烷，但含有少量的其它化合物。在冷冻吸收过程中，天然气在865psia下冷却道－40℉，再送入吸收塔，吸收塔用十二烷作为吸收剂，吸收剂流量为10000 lbmol/h。试确定在30级的吸收塔中每种化合物的吸收分率。（吸收） 组分 流量/（lbmol/h） 甲烷 700000 乙烷 27000 丙烷 11000 异丁烷 3200 正丁烷 2800 异戊烷 1200 正戊烷 770 己烷 820 7、 在25℃下通过液-液萃取用甲醇分离环己烷和环戊烷。该系统的相平衡可用NRTL方程或UNIQUAC方程预测。对图10.41中的条件和下列平衡级数计算产物流量和组成及级间流量和组成：（萃取） (a) N = 1个平衡级 (b) N = 2个平衡级 (c) N = 5个平衡级 (d) N = 10个平衡级 8、 用25°纯水为溶剂萃取丙酮－氯仿溶液中的丙酮，原料中含丙酮58％（mol）,氯仿42%，操作采用的溶剂比S/F=22（mol），要求最终萃余相中含丙酮小于0.3％，萃取塔理论级数为5，逆流操作，操作温度为25℃，问该萃取塔是否能达到分离要求？热力学模型使用NRTL方程。（萃取） 9、根据以下条件设计一座分离甲醇、水、正丙醇混合物的连续操作常压精馏塔：生产能力： 4000 吨精甲醇/年；原料组成：甲醇 70%w，水 28.5%w，丙醇 1.5%w； 产品组成：甲醇≥ 99.9%w；废水组成：水≥ 99.5%w；进料温度：323.15 K； 全塔压降：0.011 MPa；所有塔板的 Murphree 效率 给出下列设计结果： （1） 进料、塔顶产物、塔底产物、侧线出料流量； （2） 全塔总塔板数 N； （3） 最佳加料板位置 NF； （4） 最佳侧线出料位置 NP； （5） 回流比 R； （6） 冷凝器和再沸器温度； （7） 冷凝器和再沸器热负荷； （8） 使用Koch Flexitray 和Glistch Ballast 塔板时的塔径和板间距。 10、 用甲醇在低温和加压条件下吸收合成气里的二氧化碳。原料合成气的温度为 20 °C，压力为 2.9 MPa，流量为1000 kmol/hr，摩尔组成为CO2 : 12%；N2: 23%；H2: 65%。要求经吸收处理后的净化合成气中的CO2浓度降低到0.5%。吸收剂甲醇中CO2含量为0.1%，冷却到 - 40 °C 下进入吸收塔。给出下列设计结果： （1）合理的吸收塔理论塔板数； （2）进入吸收塔的吸收剂流量； （3）吸收剂甲醇的消耗量。 （4）使用MellaPak填料时的塔径和最大负荷分数（Maximum fractional capacity）。 【Reactors】 RStoic — 示例（1）甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为：CH4+2H2O↔CO2+4H2 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750 ℃，当反应器出口处CH4转化率为73%时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？ RStoic — 示例（2）反应和原料同示例（1），若反应在恒压及绝热条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，反应器进口温度为950 ℃，当反应器出口处CH4转化率为73%时，反应器出口温度是多少？ RStoic — 示例（3）在示例(1)中增加甲烷部分氧化反应如下式: 2CH4+3O2↔2CO+4H2O 并在原料气中加入15 kmol/hr的氧气。若上述两个反应中CH4转化率均为43%时，产品物流中CO、 H2O、CO2 和H2的流量各是多少？如果将反应设为串联进行，上述流量又各是多少？以上两个反应的反应热各是多少？ RYield — 示例（1）甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为：CH4+2H2O↔CO2+4H2 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为 0.1013 MPa，温度为 750 ℃，如果反应器出口物流中摩尔比率 CH4 ( H2O : CO2 : H2 等于 1 : 2 : 3 : 4 时，CO2和H2的产量是多少？需要移走的反应热负荷是多少？此结果是否满足总质量平衡？是否满足元素平衡？ RYield — 示例（2） 若在示例（1）的原料气中加入 25 kmol/hr 氮气，其余条件不变，计算结果会发生什么变化？ RYield — 示例（3） 以示例（2）的结果为基础，在 Ryied 模块的产率设置项中将氮气设置为惰性组份，重新计算，结果如何？ REquil（1）:甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： CH4+H2O↔CO+3H2 CO+H2O↔CO2+H2 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750 ℃，当反应器出口处达到平衡时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？ REquil（2）:分析示例（1）中反应温度在300~1000 ℃范围变化时对反应器出口物流CH4质量分率的影响。 REquil（3）:将示例(1)中的反应温度设为1000 ℃，分别分析反应(1)和反应(2)的趋近平衡温度在 –200 ~ 0 ℃范围变化时对反应器出口物流CH4质量分率和CO/CO2摩尔比的影响。 RGibbs — 示例（1）: 甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： CH4+H2O↔CO+3H2 CO+H2O↔CO2+H2 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750 ℃，当反应器出口处达到平衡时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？与REquil的结果进行比较。 RGibbs — 示例（2）: 若在示例(1)中的原料气中加入25 kmol/hr 的氮气，并考虑氮与氢结合生成氨的副反应，求反应器出口物流中CH4和NH3的质量分率。如果将氮设为惰性组份，结果有什么变化？ RCSTR —— 示例 :甲醛和氨按照以下化学反应生成乌洛托品： 4 NH3 + 6 HCHO→ (CH2)6N4 + 6 H2O A B C D 反应速率方程式如下： -rA=kCACB2 kmol/m3s 式中： （其中活化能单位为kJ/kmol，浓度基准单位为kmol/m3） 反应器容积为 3 m3，加料氨水及甲醛水溶液中各组分流量如下：氨150kmol/h，甲醛200 kmol/h，水2000 kmol/h。求 35 (C 下乌洛托品的产量，并分析反应温度在 20~60 (C 范围里对甲醛转化率的影响。 RPlug — 示例 1：丁二烯和乙烯合成环己烯的化学反应方程式如下： 反应速率方程式如下： 式中： 反应器长 5 米、内径 0.5 米，压降可忽略。加料为丁二烯和乙烯的等摩尔常压混合物，温度为 440 (C。如果反应在绝热条件下进行，要求丁二烯的转化率达到12%，试求环己烯的产量（提示：调节进料量，使丁二烯的转化率达到12%）。作出温度和环己烯摩尔分率沿反应器长度的分布图 。分析反应器压力在 0.1~1.0 MPa 范围内对环己烯产量的影响。 1、 甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1:4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750℃。 （1）当反应器出口处达到平衡时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？（2）若反应在恒压及绝热条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，反应器进口温度为950 ℃，当反应器出口处CH4转化率为73%时，反应器出口温度是多少？ 2、 甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750 ℃，当反应器出口处达到平衡时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？ 3、环氧丙烷水解的绝热CSTR 丙二醇（PG）由环氧丙烷与过量水在绝热和接近环境条件以少量可溶的硫酸作为均相催化剂的液相水解反应生产： 因为反应的放热明显，采用过量水。而且，因为PO在水中不是全溶的，在进料中加入甲醇，进料进入反应器的温度为23.9℃，流量如下所列： 环氧丙烷： 18.712 kmol/hr 水，在此范围内确定 160-500 kmol/hr 甲醇 32.73 kmol/hr 假定考虑采用一台现成的搅拌釜反应器，反应器可在3bar下（抑制蒸发）绝热操作，反应器内的液相体积为1.1356m3。反应经过一系列基元步骤进行，控制步骤涉及二个PO分子。幂数动力学方程为： 式中 单位为kmol/ m3，R = 8.314 kJ/kmol-K，T单位为K。分析水的进料量对操作温度和PO转化率的影响。(CSTR Reactor) 2.1 甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，温度为750 ℃，当反应器出口处CH4转化率为73%时，CO2和H2的产量是多少？反应热负荷是多少？ 反应和原料同示例conversion，若反应在恒压及绝热条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，反应器进口温度为950 ℃，当反应器出口处CH4转化率为73%时，反应器出口温度是多少？ (Conversion Reactor) 2.2 甲烷与水蒸汽在镍催化剂下的转化反应为： 原料气中甲烷与水蒸汽的摩尔比为1(4，流量为100 kmol/hr。若反应在恒压及等温条件下进行，系统总压为0.1013 MPa，分析示例（1）中反应温度在300~1000 ℃范围变化时对反应器出口物流CH4质量分率的影响。 (Equilibrium Reactor) 2.3 若在示例(1)中的原料气中加入25 kmol/hr 的氮气，并考虑氮与氢结合生成氨的副反应，求反应器出口物流中CH4和NH3的质量分率。如果氮为惰性组份，结果有什么变化？ (Gibbs Reactor) 2.4 环氧丙烷水解的绝热CSTR 丙二醇（PG）由环氧丙烷与过量水在绝热和接近环境条件以少量可溶的硫酸作为均相催化剂的液相水解反应生产： （6.22） 因为反应的放热明显，采用过量水。而且，因为PO在水中不是全溶的，在进料中加入甲醇，进料进入反应器的温度为23.9℃，流量如下所列： 环氧丙烷： 18.712 kmol/hr 水，在此范围内确定 160-500 kmol/hr 甲醇 32.73 kmol/hr 假定考虑采用一台现成的搅拌釜反应器，反应器可在3bar下（抑制蒸发）绝热操作，反应器内的液相体积为1.1356m3。反应经过一系列基元步骤进行，控制步骤涉及二个PO分子。幂函数动力学方程为： （6.23） 式中 单位为kmol/ m3，R = 8.314 kJ/kmol-K，T单位为K。分析水的进料量对操作温度和PO转化率的影响。(CSTR Reactor) 2.5 如果示例(1)反应速率常数和平衡常数与温度的关系如下： 考虑到釜液升/降温的影响，总操作周期不超过3hr，并按以下升/降温程序操作：t=0, T=40(C; t=15min, T=80(C; t=30min, T=100(C; t=110min, T=100(C; t=140min, T=40(C。求乙酸转化率为60%的反应时间，乙酸乙酯的产量，装填率=0.7时所需的反应釜体积。 (Batch Reactor) 6、现有一生产能力为 1000 吨氨/日的四段冷激式氨合成塔，结构如附图1 所示。进塔的原料气首先与出塔前的热产物气换热，预热到催化剂的活性温度范围，并与部分不经预热的冷原料气混合，以便精确控制进入第一催化剂床层的气体温度，然后进入第一催化剂床层在绝热条件下进行氨合成反应。由于氨合成反应是可逆放热反应，因此气体的温度将随氨浓度增大而升高，平衡常数却随温度升高而降低，因此温度过高不利于反应向生成氨的方向进行。为了控制反应温度在合理的范围内，在反应器的每两段催化剂床层之间都加入一股冷原料气（称之为冷激气）与热气体混合，以降低反应气体的温度。 对该过程的优化分析表明，合理的各催化剂床层的气体进口温度和进、出口氨浓度如下：已知原料气温度为 141 °C，压力为15 MPa，组成（%mol）为： 求：1、各股冷激气量占总原料气量的分率；2、各催化剂床层出口气体温度；3、原料气的体积流量。 1、乙苯脱氢生产苯乙烯的反应方程式为： 反应速率方程为 反应在列管式反应器中进行，反应温度T = 898 K。列管反应器由内径50 mm的圆管构成，管内填充的催化剂堆积密度为700 kg/m3，管内的流动模式可视为平推流，流体流经反应器的压降为0.02MPa。在反应条件下的反应速率常数 k=1.68×10-10 kmol/Pa⋅kg(cat)⋅s，平衡常数Kp=3.727×104 Pa。进料流量为128.5 kmol/hr，压力P=0.14 MP，其中乙苯浓度为0.05（摩尔分率），其余为水蒸汽。 1、如果采用260 根反应管，分析乙苯转化率与反应管长度的关系； 2、由于机械制造原因，只能采用长度为6 m 的反应管。计算乙苯的最终转化率为85%时所需的反应管根数。 2、苯氯化制造氯苯、二氯苯、三氯苯的化学反应方程式如下： 反应在液相中发生，反应动力学对于所有反应物均为 1 级。在328K 的温度条件下，反应速率常数分别为 反应在容积为 5m3 的连续搅拌釜中进行，反应釜的装填系数为0.7，操作温度为328 K。苯的加料速率为100 kmol/hr，温度为293 K，压力为0.2 MPa，氯气的加料温度为293 K，压力为0.2MPa。 1） 分析加料氯气/苯比例对产品中三种氯代苯摩尔分率的影响。 2） 加料氯气/苯比例为2.2 时，分析反应器体积对产品中三种氯代苯摩尔分率的影响。 3） 优化加料氯气/苯比例，使产品中二氯苯摩尔分率达到最大值。 4） 同时优化加料氯气/苯比例和反应器体积，使产品中二氯苯摩尔分率达到最大值。设定不同的变量初值重复进行优化计算，并对结果进行讨论。 5） 同时优化加料氯气/苯比例和反应器体积，使单位反应器体积的二氯苯产量达到最大值。对结果进行讨论。 6） 在产品中二氯苯摩尔分率不低于 0.67 的约束条件下，同时优化加料氯气/苯比例和反应器体积，使单位反应器体积的二氯苯产量达到最大值。 第6讲 带循环物流的化工流程模拟 6.1在加速迭代求解非线性方程组时，Wegstein迭代法和Broyden迭代法分别在什么场合下使用？ 6.2 有循环的闪蒸。（a）考虑如图所示的闪蒸分离过程。如果使用ProII软件，应用Mixer、FLASH、Splitter、Pump等模块和SRK热力学方程对三种情况（底部产物循环比分别为50％、25％、0％时）进行求解计算。比较讨论三种情况下所产生的顶部物流的流率和组成。（b）对上述第三种情况进行调整，确定要得到850lb/h顶部蒸气所要求的闪蒸温度。（CONTROLLER,循环回路） 6.3 甲苯加氢脱烷基过程－反应器部分。甲苯在加氢脱烷基反应器中转化为苯。主反应为： 。发生不可避免的生成联苯的副反应： 。反应器部分工艺如图所示，原料和两股循环流的条件如图中所示。急冷物流的流率应当达到使反应器流出物被急冷到1150℉的要求。甲苯在反应器中的转化率为75％（mol）。第一步反应后物料中的苯有2％（mol）转化为联苯。应用过程模拟软件进行物料衡算和能量衡算。热力学模型使用SRK方程。（循环回路） 第7讲 化工流程的控制与优化 8综合题： 8.1 甲苯加氢脱烷基过程－分离部分 处于100℉和484psia的下列物流由两个精馏塔分离为指定的产品。考察如图所示的两种不同的精馏顺序。在直接顺序中，阀A和D打开，B和C关闭，产品1（H2和CH4）由第一个精馏塔的塔顶馏出物回收。另一种选择是，采用间接顺序，阀B和C打开，产品3（C7H8和C12H10）在第一个塔的塔底产品中回收。使用ProII软件估算两种分离顺序所要求的回流比和理论塔板数。热力学模型采用SRK方程。规定回流比等于1.3倍最小回流比。调节等压塔压力的设计参数，以获得130℉的塔顶产物温度；但是，各塔压力不得低于20psia。规定采用全凝器。除特别指出外，从塔顶采出H2和CH4时，要采用分凝器。 lbmol/hr 组分 原料 产品1 产品2 产品3 H2 1.5 1.5 CH4 19.3 19.2 0.1 C6H6（苯） 262.8 1.3 258.1 3.4 C7H8（甲苯） 84.7 0.1 84.6 C12H10（联苯） 5.1 5.1 � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Equation.3 ��� � EMBED Unknown ��� � EMBED Unknown ��� � EMBED Unknown ��� _1220871768.unknown _1345932231.unknown _1352102591.unknown _1352102693.unknown _1352102652.unknown _1352070412.unknown _1345932230.unknown _1220872203.unknown _1319386041.unknown _1319386052.unknown _1319385809.unknown _1220871834.unknown _1213528921.vsd � � � _1220709038.unknown _1220709208.unknown _1220787548.unknown _1220709048.unknown _1213529780.vsd � � � � � � � _1169130905.unknown _1213527854.vsd � � � _1169122775.unknown