丙酮水分离过程板式精馏塔设计

1、目 录摘要.2Abstract.2引言.3第1章 设计条件与任务.3第2章 设计方案的确定.3第3章 精馏塔的工艺计算.43.1 全塔物料衡算.43.2 实际回流比.53.3 理论塔板数的确定.73.4 实际塔板数的确定.73.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算.83.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.12第4章 塔板工艺尺寸的计算.134.1 精馏段塔板工艺尺寸设计.134.2 提留段塔板工艺尺寸设计.154.3 塔板的流体力学性能的验算.164.4 塔板的负荷性能图.18第5章 板式塔的结构.215.1 塔体结构.215.2 塔板结构.21第6章 附属设备.216.1 冷凝器.216.2

2、原料预热器.21第7章 接管尺寸的确定.227.1 蒸汽接管.227.2 液流管.22第8章 附属高度确定.238.1筒体.238.2 封头.238.3 塔顶空间.238.4 塔底空间.238.5 人孔.238.6 支座.238.7 塔总体高度.23第9章 设计结果汇总.24设计小结与体会.26参考文献.26附录.27工艺流程图.43412第1章 板式塔的结构5.1塔体结构塔顶空间 塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取。塔底空间塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距。 人孔对于的板式塔，一般每隔6-8层塔板设一人孔。人孔一般直径为，其

3、伸出塔体的筒体长为，人孔中心距操作平台。设人孔处的板间距离应大于或等于600mm。塔高板式塔的塔高按下式计算：注：塔高；实际塔板数；进料板数；进料板处板间距；人孔数；设人孔处板间距；塔底空间高度；塔顶空间高度；封头高度；裙座高度；5.2塔板结构由于塔径，由于安装、刚度、检修等要求，将塔板分成3块。第6章 附属设备6.1冷凝器出料液温度：56.55（饱和蒸汽）56.55（饱和液体）塔顶气体： 汽化热： 传热量： 温度推动力： 由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数°C，则传热面积：6.2原料预热器原料预热温度：20°C60.75°C（泡点温度）采用130

4、76;C过热饱和蒸汽加热平均温度：平均温度下查表得则：取总传热系数：解得换热面积第7章 接管尺寸的确定7.1蒸汽接管塔顶蒸汽出料管采用直管，取出口气速，则，查表取，管内实际气体流速塔釜进气管采用直管进气，取气速，则，查表取，管内实际气体流速7.2液流管进料管采用直管进料管，取，则，查标准系列取。管内液体实际流速回流管采用直管回流管，取，则，查标准系列取。管内液体实际流速塔釜出料管采用直管出料管，取，则，查标准系列取。管内液体实际流速第8章 附属高度确定8.1筒体壁厚选6mm，所用材质为 8.2封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积 ，选用封头8.3塔顶空间

5、8.4塔底空间取釜液停留时间为58.5人孔本设计塔中设置5个人孔，每个直径为450mm，设置人孔处板间距为600mm，裙座上设置2个人孔，直径450mm。8.6支座塔底采用裙座支撑，塔径为1m，查裙座尺寸得，裙座圈厚度为6mm，基础环厚度为23.3mm，基础环内径：基础环外径：圆整后取基础环内径为800mm，基础环外径为1400mm。裙座高取3m，地脚螺栓公称直径M42。8.7塔总体高度第9章 设计结果汇总表9.1 筛板精馏塔工艺设计计算项目符号单位精馏段提馏段筛板精馏塔工艺设计计算平均温度°C60.33582.030平均压力KPa122.82144.52汽相流量Vsm3/s0.83

6、790.7584液相流量Lsm3/s0.00130.0016实际塔板数5013有效段高度Zm25.20塔径Dm1.01.0板间距m0.400.40溢流形式单溢流降液管形式弓形堰长lwm0.60.6堰高hwm0.0390.037板上液层高度hLm0.0500.050堰上液层高度howm0.010.01降液管底隙高度h0m0.0270.033安定区宽度Wsm0.0600.060边缘区宽度Wcm0.0300.030开孔区面积Aam20.5650.565筛孔直径dm0.0050.005筛孔数目n个29002900孔中心距rm0.0150.015开孔率10.1空塔气速um/s1.070.97筛孔气速U0

7、m/s14.7213.33稳定系数K2.3361.798每层塔板压降PKPa0.67140.5542液沫夹带m0.02440.0093汽相负荷上限Vs,maxm3/s1.3231.601汽相负荷下限Vs,minm3/s0.3460.404负荷上限液泛控制负荷下限漏液控制操作弹性3.83.898表9.2 接管尺寸确定项目接管尺寸管内流速接管尺寸确定塔顶蒸汽出料管20塔釜进气管22.99进料管1.94回流管1.8塔釜出料管 1.79设计小结与体会化工原理课程设计是培养我们化工设计能力和应用能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理

8、性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。我们本次设计题目是丙酮-水分离过程板式精馏塔设计，设计之初我们通过查找相关专业书籍整体了解设计过程及需要计算的有关参数。在此基础之上我们进一步加深对设计中每一步认真研习，整理设计思路，了解需要查找的有关物性数据，建立设计模型。通过Matlab编程，求的有关参数，并进行核算。核算通过用CAD作图，画出精馏塔装配图。在本次设计中塔板流体力学验算使我们反复修改设定参数，通过分析影响因素和相关函数曲线来修改，最终通过验算做出负荷性能图。CAD作图

9、是对我们的挑战，从前没有接触过CAD，我们临时学习，小组讨论，安排大量时间最终完成了总装配图的绘制工作。同时也要感谢唐正娇老师的指导。本次设计对我们的学习能力、运用知识能力、应变能力、分析问题能力的培养，学到了如何设计、如何分析问题、如何解决问题。建议以后课程设计应多安排时间。最后感谢唐正娇老师的悉心指导和帮助。参考文献:1 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，19942 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,20023 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，20054 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下)

10、. 化学工业出版社，19865 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19886 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化学工业出版社，19867 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19868 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社,20039 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，200310 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，2006附录：function jingliutashejixg%精馏塔设计%一、

11、全塔物料衡算clear all;clcfprintf('n 一、全塔物料衡算');Ma=58.08;R0=8.314;T0=273.15;Mb=18.02;xi = 0 0.01 0.02 0.05 0.10 0.15 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.0; % 液相丙酮平衡浓度yi = 0 0.253 0.425 0.624 0.755 0.793 0.815 0.830 0.839 0.849 0.859 0.874 0.898 0.935 0.963 1.0; % 汽相丙酮平衡浓度t= 100 92.7 86.5

12、 75.8 66.5 63.4 62.1 61.0 60.4 60.0 59.7 59.0 58.2 57.5 57.0 56.13 ;%平衡温度figure(1)plot(xi,t);hold onplot(yi,t);hold ontitle('丙酮-水t-x-y图');xlabel('丙酮摩尔分数，x或y');ylabel('温度°C');wf = 0.50; % 进料组成wd = 0.995; % 塔顶组成ww = 0.005; % 塔底组成qmf=32000; %t.a-1qmf=qmf*1000/300/24; %kg/hx

13、f=wf/58.08/(wf/58.08+(1-wf)/18.02);xd=wd/58.08/(wd/58.08+(1-wd)/18.02);xw=ww/58.08/(ww/58.08+(1-ww)/18.02);MF=xf*58.08+(1-xf)*18.02;MD=xd*58.08+(1-xd)*18.02;MW=xw*58.08+(1-xw)*18.02;F=qmf/MF; %kmol/hq=1;sp = spline(xi,yi);yfe=ppval(sp,xf);step=(yfe-xf)/100;step1=(xd-xf)/100;for i=1:100 yfp=yfe-(i-1)

14、*step; RR=(xd-yfp)/(yfp-xf); for j=1:100 xx=xf+(j-1)*step1; yp=RR/(RR+1)*xx+xd/(RR+1); ype=ppval(sp,xx); if yp>ype break; end end if yp>ype continue; else Rmin=RR; break; end end R=1.5*Rmin; % 精馏段回流比 fprintf('n 1、回流比确定');fprintf('n 最小回流比Rmin=%8.2f',Rmin);fprintf('n 实际操作回流比R

15、=%8.2fn',R);D=F*(xf-xw)/(xd+R*xw); %塔顶产品摩尔流量W=R*D+F;%釜液摩尔流量S=D+W-F;%直接加热蒸汽摩尔流量xq=xf;y(1)=xd;spx=spline(yi,xi);i=1;m=0;while(1) x(i)=ppval(spx,y(i);%用相平衡关系求由y(i)求x(i) if x(i)>xq y(i+1)=(R*x(i)+xd)/(R+1); m=m+1; elseif x(i)>xw y(i+1)=W*(x(i)-xw)/S; else N=i; y(i+1)=0; break; end i=i+1; end s

16、pt=spline(xi,t);fprintf('n 2、理论板层数确定');fprintf('n 原料加于第 %d %s',m+1,'（块）');fprintf('n 精馏塔总理论板数N为：%d %sn',N,'（块）');fprintf('n F=%8.2f%s D=%8.2f %s',F,'kmol/h',D,'kmol/h');fprintf('n W=%8.2f%s S=%8.2f%s ',W,'kmol/h',S,'

17、kmol/h');fprintf('n 塔板数 温度 x y');for i=1:N t(i)=ppval(spt,x(i); fprintf('n %2d %5.2f %6.4f %6.4f',i,t(i) ,x(i),y(i);end figure(2);plot(xi,yi,'-');xlabel('x'),ylabel('y'); hold onxx=xd xd; yy=0 xd; plot(xx,yy,'-');hold on %绘x=xdxx=xf xf; yy=0 (R*xf+

18、xd)/(R+1);plot(xx,yy,'-'); hold on %绘x=xfxx=xd xf; yy=(R.*xx+xd)/(R+1);plot(xx,yy,'-');hold on %绘精馏段操作线xx=xw xf; yy=(W.*xx-W*xw)/S;plot(xx,yy,'-');hold onxx=0 1; yy=0 1;plot(xx,yy,'-'); hold on %绘对角线tx=ones(2*N+1,1);ty=ones(2*N+1,1);tx(1)=xd; ty(1)=xd;for i=1:1:N tx(2

19、*i)=x(i); ty(2*i)=y(i); tx(2*i+1)=x(i); ty(2*i+1)=y(i+1);endplot(tx,ty,'-'); axis(0 1 0 1);hold on%实际塔板数确定fprintf('nn 3、实际塔板数确定')t=(t(1)+t(21)/2;%塔顶和塔底平均温度%Pa0=10(6.35647-1277.03/(t+237.23);%Pb0=10(7.07406-1657.46/(t+227.02);XJ=0.4062;YJ=0.8407;XT=0.0321;YT=0.5094;rfJ=(YJ/XJ)/(1-YJ)/

20、(1-XJ);%精馏段相对挥发度rfT=(YT/XT)/(1-YT)/(1-XT);%提留段相对挥发度uaJ=0.23;%丙酮在t1下的粘度，！查表ubJ=0.48;%水的在t1下的粘度，！查表uaT=0.19;ubT=0.33;uJ=10(XJ*log10(uaJ)+(1-XJ)*log10(ubJ);uT=10(XT*log10(uaT)+(1-XT)*log10(ubT);EtJ=0.49*0.9*(rfJ*uJ)(-0.245);EtT=0.49*0.9*(rfT*uT)(-0.245);N1=m/EtJ;%精馏段实际板数N11=ceil(N1);N2=(N-m-1)/EtT;%提馏段

21、实际板数N22=ceil(N2);Np=N11+N22;%总板数Et=(N-1)/Np;fprintf('n 全塔效率Et=%8.2f',Et);fprintf('n 精馏段实际板数N1=%2d',N11);fprintf('n 提馏段实际板数N2=%2d',N22);fprintf('n 实际板数Np=%2d',Np);fprintf('n 进料板：%dn ',N11+1);%汽液相热负荷fprintf('n 4、汽、液相热负荷');%(1)精馏段L1=R*D;V1=(R+1)*D;%(2)提留段

22、L2=W;V2=S;fprintf('n 精馏段液体流量L1=%8.2f',L1);fprintf(' kmol/h');fprintf('n 精馏段气体流量V1=%8.2f',V1);fprintf(' kmol/h');fprintf('n 提馏段液体流量L2=%8.2f',L2);fprintf(' kmol/h');fprintf('n 提馏段汽体流量V2=%8.2f',V2);fprintf(' kmol/h');%5、精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算%1

23、、平均密度计算t1=(56.55+64.12)/2;%精馏段平均温度t2=(64.12+99.94)/2;%提馏段平均温度PD=101.32+4;PF=PD+0.7*N11;PW=PD+0.7*(Np-1);P1=(PD+PF)/2;P2=(PF+PW)/2;%塔顶MDV=y(1)*Ma+(1-y(1)*Mb;MDL=x(1)*Ma+(1-x(1)*Mb;%平均摩尔质量aaD=x(1)*Ma/(x(1)*Ma+(1-x(1)*Mb);pAD=745;%塔顶丙酮的密度,!查表pBD=985.5;%塔顶水密度，！查表pD=1/(aaD/pAD+(1-aaD)/pBD);%进料板MFV=y(18)*

24、Ma+(1-y(18)*Mb;MFL=x(18)*Ma+(1-x(18)*Mb;%平均摩尔质量aaF=x(18)*Ma/(x(18)*Ma+(1-x(18)*Mb);pAF=742.5;%丙酮的密度,!查表pBF=980.5;%水密度，！查表pF=1/(aaF/pAF+(1-aaF)/pBF);%塔釜MWV=y(21)*Ma+(1-y(21)*Mb;MWL=x(21)*Ma+(1-x(21)*Mb;%平均摩尔质量aaW=x(21)*Ma/(x(21)*Ma+(1-x(21)*Mb);pAW=705.0;%塔顶丙酮的密度,!查表pBW=958.4;%塔顶水密度，！查表pW=1/(aaW/pAW+

25、(1-aaW)/pBW);%（1）精馏段ML1=(MDL+MFL)/2;%液相MV1=(MDV+MFV)/2;%汽相pL1=(pD+pF)/2;%液相pV1=P1*MV1/(R0*(t1+T0);%汽相%(2)提馏段ML2=(MFL+MWL)/2;%液相MV2=(MFV+MWV)/2;%汽相pL2=(pF+pW)/2;%液相pV2=P2*MV2/(R0*(t2+T0);%汽相fprintf('nn 5、精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算');fprintf('n (1)精馏段');fprintf('n 液相平均摩尔质量ML1=%8.2f',ML1

26、);fprintf(' kg/kmol');fprintf('n 汽相平均摩尔质量MV1=%8.2f',MV1);fprintf(' kg/kmol');fprintf('n 液相平均密度pL1=%8.2f',pL1);fprintf(' kg/m3');fprintf('n 汽相平均密度pV1=%8.2f',pV1);fprintf(' kg/m3');fprintf('n (2)提馏段');fprintf('n 液相平均摩尔质量ML2=%8.2f'

27、,ML2);fprintf(' kg/kmol');fprintf('n 汽相平均摩尔质量MV2=%8.2f',MV2);fprintf(' kg/kmol');fprintf('n 液相平均密度pL2=%8.2f',pL2);fprintf(' kg/m3');fprintf('n 汽相平均密度pV2=%8.2f',pV2);fprintf(' kg/m3n');%2、液体平均表面张力计算%液体平均表面张力fprintf('n 6、液体平均表面张力');%塔顶的k1

28、a=18.08;k1b=66.22;k2a=16.3;k2b=62.22;p1a=752;p1b=983;p2a=727;p2b=970;Vo1=Ma/p1a*1000;Vw1=Mb/p1b*1000;Vo2=Ma/p2a*1000;Vw2=Mb/p2b*1000;%精馏段fyw1=(1-XJ)*Vw1/(1-XJ)*Vw1+XJ*Vo1);fyo1=XJ*Vo1/(1-XJ)*Vw1+XJ*Vo1);B1=log10(fyw12/fyo1);Q1=0.441*(2/(273.15+60.335)*(k1a*Vo1(2/3)/2-k1b*Vw1(2/3);A1=B1+Q1;fysw1=0.11

29、4;k1=(fysw1*k1b(1/4)+(1-fysw1)*k1a(1/4)4;%提留段fyw2=(1-XT)*Vw2/(1-XT)*Vw2+XT*Vo2);fyo2=XT*Vo2/(1-XT)*Vw2+XT*Vo2);B2=log10(fyw22/fyo2);Q2=0.441*(2/(273.15+82.03)*(k2a*Vo2(2/3)/2-k2b*Vw2(2/3);A2=B2+Q2;fysw2=0.649;k2=(fysw2*k2b(1/4)+(1-fysw2)*k2a(1/4)4;fprintf('n 精馏段液相平均表面张力k1=%8.2f',k1);fprintf(

30、' mN/m');fprintf('n 提馏段液相平均表面张力k2=%8.2f',k2);fprintf(' mN/mn');%3、液体平均粘度计算%塔顶uda=0.24;%!查表udb=0.52;%!查表ud=10(xd*log10(uda)+(1-xd)*log10(udb);%进料ufa=0.22;%!查表ufb=0.48;%!查表uf=10(xf*log10(ufa)+(1-xf)*log10(ufb);%塔低uwa=0.17;%!查表uwb=0.27;%!查表uw=10(xw*log10(uwa)+(1-xw)*log10(uwb);u

31、1=(ud+uf)/2;u2=(uf+uw)/2;fprintf('n 7、液体平均黏度计算');fprintf('n 精馏段液相平均黏度u1=%8.2f',u1);fprintf(' mPas');fprintf('n 提馏段液相平均黏度u2=%8.2f',u2);fprintf(' mPasn');%二、塔体工艺尺寸计算fprintf('n 二、塔体工艺尺寸计算');%1、塔径计算%(1)精馏段safe=0.7;%(0.6-0.8)Ls1=L1*ML1/(pL1*3600);Vs1=V1*MV1

32、/(pV1*3600);hzb1=(Ls1/Vs1)*sqrt(pL1/pV1);HT=0.4;%板间距自己取值?(根据塔径确定)hL=0.05;%自己取值?(0.05-0.08)dertah1=HT-hL;C201=0.075;%以hzb为横坐标查表C1=C201*(k1/20)(0.2);umax1=C1*sqrt(pL1-pV1)/pV1);U1=safe*umax1;D1=sqrt(4*Vs1/(3.14*U1);D1=ceil(D1*10)/10;%(2)提留段safe=0.7;%(0.6-0.8)Ls2=L2*ML2/(pL2*3600);Vs2=V2*MV2/(pV2*3600)

33、;hzb2=(Ls2/Vs2)*sqrt(pL2/pV2);HT=0.4;%板间距自己取值?(根据塔径确定)hL=0.05;%自己取值?(0.05-0.08)塔上液层高度dertah2=HT-hL;C202=0.075;%以hzb为横坐标查表C2=C202*(k2/20)(0.2);umax2=C2*sqrt(pL2-pV2)/pV2);U2=safe*umax2;D2=sqrt(4*Vs2/(3.14*U2);D2=ceil(D2*10)/10;D=max(D1,D2);D=D-0.1;AT=(3.14/4)*D2;%截塔面积U1=Vs1/AT;%精馏段空塔气速U2=Vs2/AT;%提馏段空

34、塔气速fprintf('n 1、塔径计算');fprintf('n 圆整后塔径D=%8.1f',D);fprintf(' m');fprintf('n (1)精馏段');fprintf('n 塔截面积AT=%8.2f',AT);fprintf(' m2');fprintf('n 空塔气速U1=%8.2f',U1);fprintf(' m/s');fprintf('n (1)提馏段');fprintf('n 塔截面积AT=%8.2f',A

35、T);fprintf(' m2');fprintf('n 空塔气速U2=%8.2f',U2);fprintf(' m/sn');%2、有效塔高计算Z=(N11+N22-2)*HT+0.8;%Z=(N/Et-1)*HT+0.8;fprintf('n 2、有效塔高计算');fprintf('n 有效塔高为Z=%8.2f',Z);fprintf(' m');%三、塔板主要工艺尺寸计算fprintf('nn 三、塔板主要工艺尺寸计算');%1、堰长lwn=0.60;%(0.6-0.8)?lw

36、=n*D;%堰长lw%(1)出口堰高度how%a、精馏段fprintf('n （2）精馏段');how1=(2.84/1000)*(Ls1*3600/lw)(2/3);hw1=hL-how1;%溢流堰高度a1=0.055;%根据lw/D值查图!a2=0.11;%根据lw/D值查图!AF=a1*AT;WD=a2*D;sita1=AF*HT/Ls1;if(sita1>5) fprintf('n 设计合理，液体在降液管中停留时间t1=%8.2f',sita1);else fprintf('n 不符合');end%降液管底隙高度h0u0=0.08;

37、%液体通过底隙时的流速0.07-0.25?h0=Ls1/(lw*u0);if(h0>0.02) fprintf('n 设计合理，降液管底隙高度h0=%8.3f',h0);else fprintf('n 不符合');endif(hw1>h0) hw11=hw1;else hw11=ceil(h0*1000)/1000;endfprintf('n 精馏段堰上液层高度how=%8.3f',how1);fprintf(' m');fprintf('n 堰高hw=%8.3f',hw1);fprintf('

38、 mn');%b、提馏段fprintf('n （2）提馏段');how2=(2.84/1000)*(Ls2*3600/lw)(2/3);hw2=hL-how2;sita2=AF*HT/Ls2;if(sita2>5) fprintf('n 设计合理，液体在降液管中停留时间t2=%8.3f',sita2);else fprintf('n 不符合');end%降液管底隙高度h0h01=Ls2/(lw*u0);if(h01>0.02) fprintf('n 设计合理，降液管底隙高度h0=%8.3f',h01);else

39、 fprintf('n 不符合');endif(hw2>h01) hw22=hw2;else hw22=ceil(h01*1000)/1000;endfprintf('n 提馏段堰上液层高度how=%8.3f',how2);fprintf(' m');fprintf('n 堰高hw=%8.3f',hw2);fprintf(' mn');hw0=max(hw11,hw22);fprintf('n 选用凹形受液盘，深度h=%8.2f',hw0);fprintf(' m');fpri

40、ntf('n (3)合计',lw);fprintf('n 堰长lw=%8.2f',lw);fprintf(' m');fprintf('n 板上液层高度hL=%8.2f',hL);fprintf(' mn');%2、塔板布置fprintf('n 2、塔板布置');%(1)塔板分块fk=3;fprintf('n (1)塔板的分块 n由于D=1200mm，则采用分块式，分3块');%(2)边缘区宽度确定Ws1=0.06;%0.07-0.1？Ws2=0.06;%0.05-0.1?Wc=0.

41、03;%0.03-0.05?fprintf('n (2)边缘安定区宽度确定');fprintf('n 安定区宽度为：%8.3f',Ws1);fprintf(' m');fprintf('n 边缘区宽度为：%8.3f',Wc);fprintf(' m');%(3)开孔面积确定x=D/2-(WD+Ws1);r=D/2-Wc;Aa=2*(x*sqrt(r2-x2)+r2*asin(x/r);%开孔区面积fprintf('n (3)开孔区面积确定');fprintf('n 开孔区面积为Aa=%8.3

42、f',Aa);fprintf(' m2');%(4)筛孔计算及其排列fprintf('n (4)筛孔计算及其排列');derta=0.003;d0=0.005;%直径自选zxj=3*d0;%孔中心距kongshu=1.155*Aa/zxj2;%开孔数目kongshu=ceil(kongshu);kkl=0.907*(d0/zxj)2;%开孔率fprintf('n 筛孔直径:%8.3f',d0);fprintf(' m');fprintf('n 筛孔数目: %d',kongshu);fprintf('

43、 个');fprintf('n 孔中心距:%8.3f',zxj);fprintf(' m');fprintf('n 开孔率：%8.1f',kkl*100);%a、精馏段U01=Vs1/(kkl*Aa);%精馏段气通筛孔气速fprintf('n 精馏段气体通过筛孔的气速U0=%8.2f',U01);fprintf(' m/s');%b、提馏段U02=Vs2/(kkl*Aa);fprintf('n 提馏段气体通过筛孔的气速U0=%8.2f',U02);fprintf(' m/sn'

44、;);%三、流体力学验算fprintf('n 三、流体力学验算');%1、塔板压降fprintf('n 1、塔板压降');%精馏段fprintf('n 精馏段');%(1)干板阻力hc计算z=d0/derta;c0=0.772;%根据z查表!hc1=0.051*(U01/c0)2*(pV1/pL1);%(2)气体通过液层阻力ua1=Vs1/(AT-AF);F01=ua1*sqrt(pV1);beita1=0.56;%根据F0查图?h11=beita1*hL;%(3)表面张力阻力h21=4*k1/(pL1*9.81*d0*1000);H1=hc1+

45、h11+h21;P11=H1*pL1*9.81;if(P11<700) fprintf('n 设计合理，精馏段单板压降P=%8.2fn',P11);else fprintf('n 设计不合理,精馏段单板压降P=%8.2fn',P11);end%提馏段fprintf('n 提馏段');%(1)干板阻力hc计算hc2=0.051*(U02/c0)2*(pV2/pL2);%(2)气体通过液层阻力ua2=Vs2/(AT-AF);F02=ua2*sqrt(pV2);beita2=0.61;%根据F0查图?h12=beita2*hL;%(3)表面张力阻

46、力h22=4*k2/(pL2*9.81*d0*1000);H2=hc2+h12+h22;P22=H2*pL2*9.81;if(P22<700) fprintf('n 设计合理，提馏段单板压降P=%8.2fn',P22);else fprintf('n 设计不合理,提馏段单板压降P=%8.2fn',P22);end%2、液沫夹带fprintf('n 2、液沫夹带');%(1)精馏段fprintf('n 精馏段');hf=2.5*hL;Ev1=5.7/(k1*1000)*(ua1/(HT-hf)(3.2);if(Ev1<0

47、.1) fprintf('n 验算通过，精馏段液沫夹带量ev=%8.4f',Ev1);else fprintf('n 验算不通过，精馏段液沫夹带量ev=%8.4f',Ev1);end%(1)提馏段fprintf('n 提馏段');hf=2.5*hL;Ev2=5.7/(k2*1000)*(ua2/(HT-hf)(3.2);if(Ev2<0.1) fprintf('n 验算通过，精馏段液沫夹带量ev=%8.4f',Ev2);else fprintf('n 验算不通过，精馏段液沫夹带量ev=%8.4f',Ev2);

48、end%3、漏液fprintf('nn （3）漏液');%（1）精馏段fprintf('n 精馏段');U0min1=4.4*c0*sqrt(0.0056+0.13*hL-h21)*pL1/pV1);K1=U01/U0min1;if(K1>1.5) fprintf('n 无明显漏液，稳定系数K=%8.2f',K1);else fprintf('n 漏液');end%（1）提馏段fprintf('n 提馏段');U0min2=4.4*c0*sqrt(0.0056+0.13*hL-h22)*pL2/pV2);K2

49、=U02/U0min2;if(K2>1.5) fprintf('n 无明显漏液，稳定系数K=%8.2f',K2);else fprintf('n 漏液');end%4、液泛fprintf('nn （4）液泛');hd1=0.153*(u0)2;%（1）精馏段fprintf('n 精馏段');Hd1=H1+hL+hd1;bz1=0.5*(HT+hw1);if(Hd1<bz1) fprintf('n 不发生液泛');else fprintf('n 发生液泛,不合理');end%（1）提馏段fprintf('n 提馏段');Hd2=H2+hL+hd1;bz2=0.5*(HT+hw2);if(Hd2<bz2) fprintf('n 不发生液泛');else fprintf('n 发生液泛,不合理');