天津大学化工设计.ppt

3.5 化工流程MB和HB的联立计算（CB） CB计算与仅做（单独做）MB计算时，有下面几点区别： 1、流程中所有流股的流股变量加上温度（T）； 2、流程中所有单元的单元变量加上描述传热的单元变量（dQ/dt或Q）； 3、流程中一个单元牵涉N种组份，就可以列出N个独立的MB方程（分流器 除外），但一个单元无论其牵涉到多少种组份，都只能列出一个HB方程。 4、因为流股的焓值与流股的相态有关，做CB时还要注意流股的相态； 5、一个流股焓值的计算，大多数情况下可以考虑各组份的分摩尔焓按其在 流股中的摩尔分率进行加和计算（即按理想状态，各分组份焓简单加和）， 少数情况下，要考虑采用偏摩尔焓加和； 6、dQ/dt或Q，有两种表示方式： 、 dQ/dt或Q焓（进）焓（出） dQ/dt或Q 0，则意味系统（或单元）向外散热，反之逆然。 、 dQ/dt或Q焓（出）焓（进） dQ/dt或Q 0，则意味系统（或单元）需要向外界获取热量，反 之逆然。 dQ/dt或Q0，表明系统（或单元）绝热。 7、焓是状态函数，流股焓的计算必须有基准态（参考态）： 焓值计算时参考态 标准态（25） 任意温度 流程中某个流股的温度 注意：在一个计算过程中，参考态一经选定，就不能再变更。 优点：数据来源 方便 可能简化计算 8、MB和HB联立计算后，计算复杂程度加大，主要是因为焓值与温度的非线 性关系，导致HB方程通常是非线性方程。 9、在考虑CB问题时（不是仅做MB计算时），看一个流程设计条件是否给得 正确，不能只看其过程的MB计算自由度，而必须看其过程的CB自由度。 例题： 有一个常压绝热猝冷过程（过程中无化学反应），所有组份含量均为摩尔 分率，其流程示意图如下所示： 3 T2400 1000 mol/h C6H6 0.40 C6H5CH3 0.30 CH4 0.10 H2 0.20 （All in gas） 1 2 T120 C6H6 （L） 1.00 T3200 C6H6 C6H5CH3 CH4 H2 （All in gas） 绝热猝冷过程示意图 试作该流程的自由度分析，完成其物料衡算和热量衡算计算。 3 T2400 1000 mol/h C6H6 0.40 C6H5CH3 0.30 CH4 0.10 H2 0.20 1 2 T120 C6H6 1.00 T3200 C6H6 C6H5CH3 CH4 H2 解： 流程自由度分析表 1 0 0 4 4 0 9 MB 猝冷器 CB 0自由度 0已知其它关系式数 1已知单元变量数 7(4+3)已知流股变量数 5(4+1)衡算方程数 1单元变量数 12(9+3)流股变量数 流股变量加T 多了描述传热的 单元变量dQ/dt 多了一个HB方程 dQ/dt=0 猝冷器 MBCB 流股变量数912(9+3) 单元变量数01 衡算方程数45(4+1) 已知流股变量数47(4+3) 已知单元变量数01 已知其它关系式数00 自由度10 流程自由度分析表 这个流程仅仅看MB计算自由度分析，不能就说它的设计条件给得不正确， 而应该看器CB计算的自由度分析结果。 这种情况说明，该流程的MB不能单独求解，而必须与其HB方程联立起来， 进行CB计算。 具体计算： F31000F1 X3,C6H5CH3 F3300 X3,CH4 F3100 X3,H2 F3200 4个MB方程 其中：5个未知变量，只有4个方程。 在列其HB方程之前，先考虑其参考态选什么温度？ 如果热容数据好查！最简化计算的参考态温度应该选为3号流股的温度。 3 T2400 1000 mol/h C6H6 0.40 C6H5CH3 0.30 CH4 0.10 H2 0.20 1 2 T120 C6H6 1.00 T3200 C6H6 C6H5CH3 CH4 H2 因为其未知的流量 组成变量最多 流程（单元）的HB方程（选200为参考态温度）： F2H2（400）H2（200）F1H1（200）H1（20） 3 T2400 1000 mol/h C6H6 0.40 C6H5CH3 0.30 CH4 0.10 H2 0.20 1 2 T120 C6H6 1.00 T3200 C6H6 C6H5CH3 CH4 H2 列出详细HB方程如下： 苯在1atm，80.11沸 点时的摩尔汽化热 注意Cp的量纲问题，及其适用温度范围。 例题：一个合成氨生产工艺流程图如下所示：已知 . 反应器1中N2的转化率为10； 图中组成均为摩尔分率； 5号流股为液相外，其余均为气相流股； . 除分离器外，其它单元均为绝热操作； . 两反应器中均只有一个反应： N2 3H2 2NH3 要求： . 做过程的自由度分析； . 指出衡算计算的计算顺序。 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 N2 0.25 H2 0.75 50 4 dQ/dt 5 535 解： 首先，根据流程特点，判断 各流股的组份数。 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 N2 0.25 H2 0.75 50 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 流程整体（OB）的特点： 一个带一种反应的非绝热的虚 拟反应器。 反应器1反应器2 MBCBMBCB 流股变量 单元变量 MB方程数 HB方程 已知流股变量数 已知单元变量数 已知附加式数 自由度 反应器1和反应器2自由度分析表 5 1 3 1 1 0 1 52 2 3 1 11 2 0 1 6 1 3 0 0 0 4 8 2 3 0 1 2 1 3 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 混合器和换热器自由度分析表 444自由度 000已知附加式数 110已知单元变量数 431已知流股变量数 11 HB方程 33 MB方程数 110单元变量 54118流股变量 CBCBMB 换热器混合器 +2254自由度 0000已知附加式数 0000已知单元变量数 3131已知流股变量数 11 HB方程 3333 MB方程数 2110单元变量 75118流股变量 CBMBCBMB 整体OB分离器 分离器和整体（OB）自由度分析表 自由度表 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 流程自由度分析结果一览表 000000000000已知附加式数 005001101021已知单元变量数 +2+21+5+4+4+4+4+3+4+1+1自由度 318314412021已知流股变量数 1511111HB方程数 331233333333MB方程数 217101102121单元变量数 752411891188675流股变量数 CBMBCBCBMBCBCBMBCBMBCBMB 整体OB过程分离器换热器混合器反应器2反应器1 回流程图 显然是一个弹性设计，必须挑选一个流股的流量作为计算基准。 最好选F71000mol/h为计算基准。 计算基准111-1-1-1 自由度003+3+40 从自由度分析结果看，应该先解反应器1的 MB，再解其CB（HB），而且完全求解。 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 混合器换热 器 MBCBCB 流股变量 8119 单元变量 011 MB方程数 33 HB方程 11 已知流股变量数 已知单元变量数 011 已知附加式数 000 自由度 解完反应器1后，应该接着解哪个 单元？ 完全求解反应器1的MB和HB意 味着什么？ 混合器和换热器的更新自由度分析表 4 +1 7 0 5 +3 分析结果：接着解混合器的CB，完 全求解。 反应器2整体OB MBCBMBCB 流股变量 6857 单元变量 1212 MB方程数 3333 HB方程 11 已知流股变量数 已知单元变量数 0100 已知附加式数 0000 自由度 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 解完混合器后，应该接着解哪个 单元？ 反应器2和整体OB的更新自由度分析表 3 +1 5 0 24 +1+1 分析结果：接着解反应器2的CB， 完全求解。 换热 器 CB 流股变量 9 单元变量 1 MB方程数 HB方程 1 已知流股变量数 已知单元变量数 1 已知附加式数 0 自由度 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 解完反应器2后，应该接着解哪个 单元？ 换热器的更新自由度分析表 8 0 分析结果：接着解换热器的CB（即HB），完全求解。 分离器 MBCB 流股变量 811 单元变量 01 MB方程数 33 HB方程 1 已知流股变量数 已知单元变量数 00 已知附加式数 00 自由度 N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 解完换热器后，应该接着解哪个 单元？ 分离器的更新自由度分析表 5 0 分析结果：接着解分离器的MB，最后解其 HB，完全求解。 只剩分离器和整体OB，二者解 其一即可。 8 0 综上分析结果，得到一个完全求解的衡算序列： 反应器1MB N2 0.25 H2 0.75 50 NH3 N2 H2 -50 425 进料 1 50 N2 0.25 H2 0.75 反应器2反应器1 混合器 换热器 分 离 器 2 8 3 7 425 6 4 dQ/dt 5 535 (3) (3) (3) (3) (3) (2) (2) (2) 反应器1HB 混合器CB 反应器2CB 换热器HB 分离器MB 分离器HB 具体求解：略 例题：一个甲烷生产流程初步设计的流程草图如下，试作流程的自由度分析，并 指出物料及热量衡算计算顺序。 设计已知及要求为： 1、除了换热器1和分离器外，其它单元均为绝热操作； 2、8号流股为纯水液相流股，其余流股均为气相流股； 3、整个流程处于100psia压力状态，压力对焓计算的影响可忽略； 4、产品流中甲烷的分摩尔流量为1000kmol/h, 图中组成均为摩尔分率； 5、反应器中只有：CO + 3H2 CH4 + H2O； 6、1号流股中只含3个组份，且CO和H2的摩尔比为1：2.9。 注：psia（英制压力单位） 混合器 反应器 换热器1 换热器2 分 离 器 分配器 dQ1/dt dQ2/dt 12 进料 200 CO H2 H2O 3 1000 4 500 5 200 6 CO 0.12 H2 CH4 0.50 H2O 200 7 200 H2O 100 8 H2O 0.01 100 9 10 (1)(4)(4) (4) (4) (4) (4) (4) (4)(3) 解： 混合器 反应器 换热器1 换热器2 分 离 器 分配器 dQ1/dt dQ2/dt 12 进料 200 CO H2 H2O 3 1000 4 500 5 200 6 CO 0.12 H2 CH4 0.50 H2O 200 7 200 H2O 100 8 H2O 0.01 100 9 10 (1 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (3 ) （一）混合器和反应器的自由度分析 +3+3+6+5自由度 0011已知附加式数 1010已知单元变量数 3221已知流股变量数 11HB方程 4444MB方程数 2110单元变量数 1081411流股变量数 CBMBCBMB 反应器混合器 混合器 反应器 换热器1 换热器2 分 离 器 分配器 dQ1/dt dQ2/dt 12 进料 200 CO H2 H2O 3 1000 4 500 5 200 6 CO 0.12 H2 CH4 0.50 H2O 200 7 200 H2O 100 8 H2O 0.01 100 9 10 (1 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (3 ) （二）换热器1和换热器2的自由度分析 +2 0 0 4 1 1 6 CB 换热器1 +5自由度 0已知附加式数 1已知单元变量数 6已知流股变量数 1HB方程 MB方程数 1单元变量数 12流股变量数 CB 换热器2 混合器 反应器 换热器1 换热器2 分 离 器 分配器 dQ1/dt dQ2/dt 12 进料 200 CO H2 H2O 3 1000 4 500 5 200 6 CO 0.12 H2 CH4 0.50 H2O 200 7 200 H2O 100 8 H2O 0.01 100 9 10 (1 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (3 ) （三）分流器和分离器的自由度分析 +2+2+1+2自由度 0000已知附加式数 001已知单元变量数 6363已知流股变量数 11HB方程 4411MB方程数 101单元变量数 12996流股变量数 CBMBCBMB 分离器分流器 回自由度总表 混合器 反应器 换热器1 换热器2 分 离 器 分配器 dQ1/dt dQ2/dt 12 进料 200 CO H2 H2O 3 1000 4 500 5 200 6 CO 0.12 H2 CH4 0.50 H2O 200 7 200 H2O 100 8 H2O 0.01 100 9 10 (1 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (4 ) (3 ) （四）过程和整体（OB）的自由度分析 +1+1自由度 11已知附加式数 00已知单元变量数 634+8已知流股变量数 1HB方程 44MB方程数 21单元变量数 11818+10流股变量数 CBMBCB 整体OB过程 +1+1-1+2+2+1+2+5+2+3+3+6+5自由度 1110000000011已知附加式数 0040010101010已知单元变量数 63126363643221已知流股变量数 16111111HB方程 441344114444MB方程数 2171010112110单元变量数 11828129961261081411流股变量数 CBMBCBCBMBCBMBCBCBCBMBCBMB 整体OB过程分离器分流器换2换1反应器混合器 流程自由度分析结果一览表 设计不对？问题在哪？ 回自由度（三） 0 +2 0 5 问题：这个流程的衡算计算采用“变量置换法”有简化 计算的效果吗？ 本章总结 化工流程衡算计算的大致步骤及每步相应的注意事项： 第一步：根据流程特点和已知设计条件确定流程中各流股含有的组份种类数 。（如果是CB计算，还要注意各流股的相态。） 第二步：给流程中所有流股编号。（注意将分流器的有关流股编号相连。） 第三步：确定是否仅仅做MB计算（流股变量不考虑温度，单元变量不考虑 dQ/dt或Q）；做CB计算（流股变量考虑温度，单元变量考虑dQ/dt或Q）。 注意多相流股的流股变量问题。 第四步：确定流程中所有反应器各自的独立反应个数。 第五步：如果做CB计算，应确认各单元的dQ/dt(或Q)是否已知。（绝热还 是非绝热操作。） 第六步：根据流程特点判断整体（OB）的特征。注意： （1）、只要流程中有反应器（无论多少个反应器存在），则流程整 体相当于一个大的虚拟反应器。进一步结合各反应器分别存在的反应个数， 来判断OB的独立反应种类数。 （2）、只要流程中有单元不绝热，则OB是一个虚拟的非绝热单元 。所有单元都绝热，OB才绝热。 第七步：做全流程的自由度分析。注意 （1）、间壁式换热器只有CB问题（其单独MB无意义）。 （2）、分流器的自由度分析有特殊性（MB方程只有1个，还要注意其 MB方程和HB方程的独立性）。 （3）、注意过程一栏中MB方程各单元（不包括OB）加和时的独立性 。 （4）、注意过程一栏中已知附加式各单元（包括OB）加和时的独立性 。 第八步：从全流程自由度分析结果及流程特点出发，判断是否是弹性设计， 是否可用变量置换法简化衡算计算。（注意弹性设计时计算基准的挑选；注 意变量置换后，将衡算计算结果换回原设计条件的流量要求。） 第九步：从全流程最后的自由度分析结果出发，逐步利用更新自由度分析表 ，判断衡算计算的步骤，确定衡算计算步骤。（各步骤单元部分求解序列居 多；部分求解和完全求解混杂。） 第十步：具体求解，并给出衡算结果一览表。（计算时注意数据的量纲。） 以上18步，即使是用计算机辅助衡算计算软件，也必须人工处理，而且 还大有必要。计算机辅助衡算计算软件主要是帮助处理910步。 3.6 计算机辅助物料衡算与热量衡算 例题： 有一个常压绝热猝冷过程（过程中无化学反应），所有组份含量均为摩尔 分率，其流程示意图如下所示： 3 T2400 1000 mol/h C6H6 0.40 C6H5CH3 0.30 CH4 0.10 H2 0.20 1 2 T120 C6H6 1.00 T3200 C6H6 C6H5CH3 CH4 H2 我们来用PROCESS II 6.2版计算机辅助化工设计软件系统进行衡算计算。 第一步建立流程图 首先在PROCESS II软件空白流程界面中建立过程的流程示意图，输入所有 单元设备及所有的流股，确定各流股的走向，并给所有流股编号。 第二步定义组份 给流程中的每个流股分别说明其组份种类。同时，为了利用PROCESS II软 件带有的物性数据库。第二步必须将流程中牵涉的所有组份种类输入PROCESS II软件。 第三步定义一个热力学方法 根据过程的压力、温度等情况在众多的热力学方程（如Pen-Robinson cubic equation of state、Ideal、NRTL、UNIQUAC等等）中，挑选一个适宜的热力学 方法，软件本身能自行进行组份的物性数据计算。 第四步指定工艺装置和物流的已知数据 因为PROCESS II软件本身只能进行正向模拟计算，必须先将输入流股的已知 数据输入软件中（这些已知输入流股参数在软件计算过程中始终保持不变），输入 流股的一些未知参数也必须输入初值（最好尽量合理一些，该初值可以由软件计算 改变），输入各单元装置已知的设备参数。 在输入过程中可以改变参数的计量单位。 第五步输入设计约束条件 将输出流股的已知参数、其它设计约束条件以模拟计算控制模块（全部以已知 方程方式）形式输入PROCESS II软件中。并设定模拟计算收敛精度和最大迭代计 算次数。 第六步模拟计算 启动PROCESS II软件开始模拟计算，如果输入的数据满足了软件模拟计算的 自由度要求，软件将开始模拟计算。随着PROCESS II软件模拟计算的进行，流程 中各变量将不断变化，直到达到收敛精度或迭代次数，PROCESS II软件将给出计 算结果。 第七步确定计算结果的输出格式 软件本身有默认的计算结果输出格式，但可以按设计者爱好或设计计算要求， 挑选确定计算结果的输出格式，确定数据的有效数据位数。 用PROCESS II软件计算以上绝热猝冷过程,用一台奔腾4 2.6（内存1M）的 台式计算机，瞬间（CPU用时不到1秒）即可完成计算，计算的结果见下表。 流股 项目 123 计量单位 Pressureatm1.0001.0001.000 Temperature20.000400.000199.998 Total Molar RateKg-mol/h0.2601.0001.260 Molar Comp. Rate H2Kg-mol/h0.00000.20000.2000 MethaneKg-mol/h0.00000.10000.1000 BenzeneKg-mol/h0.26000.40000.6600 TolueneKg-mol/h0.00000.30000.3000 Molar Comp. Percents H20.000020.000015.8729 Methane0.000010.00007.9364 Benzene100.000040.000052.3813 Toluene0.000030.000023.8093 精馏塔 1 2 3 100 kmol/h C3 0.20 i-C4 0.30 i-C5 0.20 C5 0.30 C3 i-C4 0.40 i-C5 i-C4 i-C5 C5 设计要求： 1、进料中85的i-C5 从塔顶馏出； 2、组成均为摩尔分率； 有如下一个无反应的单精馏塔流程的设计方案: 按设计投产运行后，“查定”的该精馏塔实际运行结果： 精馏塔 1 2 3 100 kmol/h C3 0.20 i-C4 0.30 i-C5 0.20 C5 0.30 62.0087 kmol/h C3 0.3133 i-C4 0.40 i-C5 0.2742 37.9913 kmol/h i-C4 0.1368 i-C5 0.0789 C5 0.7693 关于物料衡算不能平衡的几个情况 精馏塔 1 2 3 100 kmol/h C3 0.20 i-C4 0.30 i-C5 0.20 C5 0.30 62.0087 kmol/h C3 0.3133 i-C4 0.40 i-C5 0.2742 37.9913 kmol/h i-C4 0.1368 i-C5 0.0789 C5 0.7693 针对查定的实际运行结果，进行物料衡算： C3的衡算： 2019.4273，误差为2.86 C5的衡算： 3029.2267，误差为2.58 问题：为什么衡算不起来，衡算误差这么大？ 精馏塔 1 2 3 100 kmol/h C3 0.20 i-C4 0.30 i-C5 0.20 C5 0.30 C3 i-C4 0.40 i-C5 i-C4 i-C5 C5 设计要求： 1、进料中85的i