中国石油大学化工原理课程模板【荐】.xlsVIP

Sheet3 Sheet2 Sheet1 ARCSIN 1.物料衡算 2.塔底塔顶温度压力 3.非清晰分割法校核 提馏段最末板组成 异戊烷 戊烷 己烷 庚烷 未校核前 各组分饱和蒸汽压 a（lk，hk）D K（戊烷）/K（己烷）【D】 V` W 各组分组成 安托因方程系数 a（lk，hk）W K（戊烷）/K（己烷）【W】 a 异戊烷0 戊烷A 己烷B 庚烷C A B C 相对挥发度平均值=（ a（lk，hk）D* a（lk，hk）W）^0.5 b F xi D 压力 Nmin+1 各组分M a（C，hk）D K（庚烷）/K（己烷）【D】 t=98 进料M 饱和蒸汽压 a（C，hk）W K（庚烷）/K（己烷）【W】 进料摩尔流率F lgP（mmHg）=A-B/(t+C） 相对挥发度平均值=（ a（C，hk）D* a（C，hk）W）^0.5 t=96 KPa 校核后 xc，D （小于10的-4次方，清晰分割法正确） t=94.7 a（0，hk）D K（异戊烷）/K（己烷）【D】 yi=Kixi a（0，hk）W K（异戊烷）/K（己烷）【W】 相对挥发度平均值=（ a（0，hk）D* a（0，hk）W）^0.5 t=94 泡点方程求凝液罐压力kpa yi Pixi=1 X0，W （大于10的-4次方，带回校核） 塔顶M 进料气液相组成 塔底M 4.进料状态 压力校核 xif Kixi=1 组分 yif Ki xiF/（1+（Ki-1）*e） t=40 P=147.8 精馏段板上组成确定 t=66 x1 t=35 y2 凝液罐温度 P=101.325 t凝=t冷却剂+10~20 t=20 t=80 t=60 5.最小回流比 塔顶压力kpa P顶=P罐+0.1~0.2atm 选定组分：己烷 a(0,B)D a(A,B)D a(B,B)D a(C,B)D a(0,B)W a(A,B)W a(B,B)W a(C,B)W 塔顶温度 yi/Ki=1 平均值 试差 气化率e=1-q=0.25 t=70 同根pp (在3.17和1之间） Rmin t=45 6.合适的回流比及理论板数 t=48 N（理论板） R t=46.5 7.适宜的进料位置 NR/NS NS NR 8.全塔效率 塔底压力kpa P底=P顶+20*5/760*101.325 液相粘度 进料液相粘度 塔底温度 相对挥发度 全塔效率Et 精馏段塔板数 约为10 t=100.3 提馏段塔板数 约为9 （校核前） 总板数 （校核后） 可见校核了组成后对塔底温度基本没有影响 板 20 第11块板进料 9.塔径计算 10.热量衡算 精馏段 提馏段 基本条件 塔顶 温度 压力（kpa） 条件 塔底 M H 饱和液体kcal/kg 饱和气体kcal/kg M（kg/kmol） 饱和液体kJ/kg 平均摩尔质量（kg/kmol） SUM（yiMi） 饱和气体kj/kg 质量分率 饱和液体kJ/kmol 板温度 饱和气体kj/kmol 板压力（kpa） 回流罐 液相密度 进料 液相混合物平均密度 =1/SUM(a*p） yw 气相混合物平均密度=M（均）P/RT 回流罐温度下比热 精馏段液体流量 L=RDM(均)/p（l） L=(RD+F）M/pl 精馏段气体流量 V=(R+1)DM(均)/p（s） V=((R+1)D+qF-F)M(均)/p（s） L/V*(pl/ps）^0.5 ht 塔顶气相Hv1 Hl 塔顶液相Hl1 Hl-ht Co 塔底液相Hlw 表面张力（N/m） 平均表面张力 塔底再沸器QB 表面张力校正系数 热回流摩尔流率 塔底再沸器的加热饱和水蒸汽温度 气体负荷因子 进料混合Hlf（V） 最大气速u max 进料混合Hlf 汽化潜热 气速 u 塔顶冷凝器Qc 塔径D 冷却水用量 水的定压比热 水蒸气用量 波律法 Hv2 辅助设备选型 最大容许气速 负荷性能 系统因数Ks 安全系数 过量雾沫夹带 过量漏液 冷凝器 适宜气速 Q冷却 Q冷 M均气 @tm @t1 @t2 塔体设计 K FLA900-325-16-4 根数 缺圆玹高 Lb/lw 壳程流通面积 管城流通面积 810*L/(lw)^2.5 壳程结构参数 19*2 how 校核计算 hl` tm 导热系数 粘度 hio xD 定牙比热 密度 管程 lw/D(取值) lw xw u Re Pr Wd/D Wd ai Ad/AT Ad 壳程 hs（选择，mm） hw（mm） m Ai tw Fo hb（mm） e uo Ao Am Tw CV 液膜平均温度 CF 停留时间 摩尔组成 (uo）c KS ud 1.5(uo）c Z （ud）max uo（取值） F1 0.7udmax WF Wc AB(cm^2) hd1 h