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ECSS化工之星时间手册pdf

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  面向对象的化工过程模拟分析系统ECSS化工之星第一章面向对象的化工过程模拟分析系统简述化工过程的模拟与优化对化工、石化及相关行业的技术进步具有重要意义因此通用化工过程模拟软件的研制一直是人们关注的热门课题。多年来国内外都投入了大量的人力物力进行这方面的工作。美国较为领先推出的ASPENPLUSPROCESS等有较大的影响我国已有几十家引进。国内的工作起步较早年代就研制出了自己的通用化工过程模拟系统并对数十套装置进行了模拟计算发挥了很好的作用。年起青岛化工学院等单位在国家自然科学基金、化工部、山东省及其他单位的大力支持下先后完成了ECSS工程化学模拟系统I、II期工程的研究工作并从l年起开始转让商品软件ECSS。年ECSS获国家科技进步二等奖达到八十年代国际水平已在国内八十余家石油、化工、轻工等行业的设计院、研究院和大型企业中得到应用取得了显著的社会效益和经济效益。九十年代青岛化工学院受国家自然科学基金及化工部资助开发了“数据驱动的集成化工过程模拟系统”鉴定认为该软件达到了国际水平。包括ECSS在内的许多模拟系统均采用程序驱动的系统结构要完成多种计算任务并保证用户界面友好必须精心完成总体设计也必须将程序做得很大因而难度较大。近十年来许多学者提出了面向对象技术和Windows事件驱动的系统结构。我们也认为采用采用面向对象技术和Windows事件驱动的总体结构便于实现大型化工过程模拟系统。依据这种结构用户通过Windows事件管理程序管理处理事件总调度程序则根据事件调用有关功能模块进行运算或输入、输出操作。易于实现集成化人工智能化以及并行运算。由于微机迅速普及模拟技术倍受重视对化工过程模拟系统提出了越来越高的要求为适应这种形势我们申请了“面向对象的通用化工过程模拟分析系统”的研究课题。本课题作为ECSS开发工作的继续在完善、增补模拟计算功能的同时采用面向对象技术(OOP)和Windows事件驱动的系统结构开发出一个通用的大型的高质量的面向对象的化工过程模拟系统ECSS化工之星(ECSSChemStar)。面向对象技术(OOP)计算机软件开发一直被两大难题所困扰:一是如何超越程序复杂性障碍二是如何在计算机系统中自然地表示客观世界即对象模型。用C++语言写的面向对象程序设计是软件工程学中的结构化程序设计、模块化、数据抽象、信息隐藏、知识表示、并行处理等各种概念的积累与发展是w(xi,yi(IξE)),计算梯度:jiiijjiijjiijyyxhrEIxhyhyrxgrEIxgygyrxFrEIxFyF),(,),(,),(,***()⒑若i=置Bi=I。若i>用修正BFGS法修正Bi。⒒解下面的QP问题:),(),(),(),(),(dyxhyxhdrxgrxgtsdBddrxFMinTiiiiiiiTTi()得到d、μ、t、v等其中d作为搜索方向。⒓若),(),(),(iiiiyxhvrxgdrxF结束否则继续。⒔对惩罚函数进行线性搜索找到步长λ使得沿着d方向产生一个改善了的解。在搜索过程中都要从头计算一遍流程。若没有改善置Bi=I回到⒒。⒕修正下次迭代值使dyxyxiiiii=i可行路径法回到不可行路径法回到。流程优化计算框图在优化计算过程中应用了本系统的面向对象技术使得在微机上能实现大系统的优化。在面向对象总体结构下,上述步骤的实现方法由下图表示。图中工作数据库主要存储计算过程中单元模块的输入、输出的物流数据优化模块的决策变量、断裂变量及优化的中间结果。SQP法中的计算细节目标函数的计算对不同的化工流程进行优化采用的目标函数也常不同对流程进行优化一般有三个目的:⒈能量消耗(或操作费用)最小这包括水、电、汽等的消耗。⒉同样原材料消耗下某种产品的产量最高。⒊上面二者乘以一定的系数的加和。本系统采用的目标函数为一线性方程是流程中的物流、能流及功率消耗的加权之和。SXFrFLrWrQrFlkji系数rirjrkrl是权因子取值是根据生产实际来决定的。二阶导数矩阵的拟牛顿矩阵的求取()式中的二阶导数矩阵LXX计算起来非常繁杂甚至无法计算。采用近似的正定矩阵拟牛顿矩阵B来代替目前效果最好的方法是修正的BFGS法。计算公式如下:BSSBBSSSBBTTTT()这里B=Bi,B=Bi,S=xixi),,(),,()(iiiiiiivuxLvuxLySBy()BSSySSyBSSBSSBSSySTTTTTTT当当()QP解算策略二次规划简称QP是一个很重要的数学问题在过程科学、数学物理和社会科学中都有非常广泛的应用。本系统采用了动态序列法(ActiveSet)解算QP的KuhnTucker条件解这种方法稳定性好、收敛快速有效。我们规定在SQP算法第步的QP形式为:开始计算目标函数约束条件值扰动求梯度求二阶导数矩阵二次规划收敛线性搜索求惩罚函数目标函数约束条件结束工作数据库单元模块过程模拟NY图过程优化模块结构框图dhhgdgtsdBddFMinTkTT()其解算步骤如下:⒈置g=g(xk),B=Bk,h=h(xk)j=对于k=由h组成初始动态约束方程置Aj=Ak。⒉解线性方程组AAATTghFtvdghghcB()求得dvt⒊检验收敛情况对i属于Ajti≥对i不属于AjΔgiTdj<gA这里i=到mm为不等式约束的个数Aj为方程式()若满足条件置Ak=Aj停止否则转。⒋找出i使得max┃ti┃并且ti<以imax取代这一下标。⒌对于多个属于动态Aj的不等式约束如果ti≥则i属于Ajti<则i等于imax不属于Aj。⒍对不属于Aj的不等式约束如果ΔgiTdj<gi则i不属于AjΔgiTdj≥gi则i属于Aj规定mAj表示Aj中的动态不等式的个数。⒎若mAj≤nm转否则对于i∈Aj且max┃gΔgiTdj┃则i不属于Aj直至mAj=nm。这里n是变量数m是等式约束的数目。⒏置j=j转。线性搜索QP解出搜索方向d后采用精确惩罚函数vuxgxgxhxgxFxPjmeqjjnjj,)(,max)()()()(),(()进行线性搜索这种方法具有全局收敛性为避免在最优点附近导致慢的收敛在搜索过程中采用“看门狗”技术以加速收敛。规格化由于二次规划与BFGS修正拟矩阵都不随约束条件或者变量的规格化的不同而发生变化因而从理论上来说QP的解与近似Hessian矩阵的修正都与规格化无关但是由于下面的两个原因使得规格化是必要的。⒈因为SQP是一种类牛顿法需要用到拉格郎日函数、约束条件的梯度而B矩阵的初始值应由Fgh的二阶导数得到事实上这需要大量的计算或者不可能计算出来。⒉梯度计算的误差没有采用精确算法等原因都使得累计误差增大影响了QP解的正确性。在大多数情况下B矩阵的初始值只能用单位阵来代替规格化的目的就是使B矩阵近似成为一个对角矩阵这里:x=cxB=cBcc为对角矩阵。这里我们利用上下限来决定c形式如下:x=cxcij=int(xuxl)i=j变量的上下限是由具体流程的实际情况来决定的一般来说设计者对要优化变量的取值范围应有确切的了解。约束条件也应进行规格化如果其数量级小于则简单的取为否则采用如下形式:hgRhgOTOTjajjjhgaR,lgint)(()虽然上面的规格化方法简单但通过实例考核证明改善了不可行路径法的收敛性。正如上面所表明的原因对变量及约束进行规格化的目的是为了防止由于梯度计算的不准确带来的累积误差。为了判断规格化的效果有必要对QP问题的条件数进行跟踪监视若条件数变坏则重新进行规格化。QP的解d是由线性方程组),,(vuxLBdi给出的解d的相对误差由下式计算出:LLBKddd)(()式中δd,δΔL是d和ΔL的绝对误差‖‖是矩阵或向量的范数K(B)=‖B‖‖B‖是B的条件数。条件数K(B)的大小指出了解d的误差的大小K(B)的值小则QP处于好的条件因此K(B)一定要小于某一数这里我们取。我们在修正B的值时采用了修正的BFGS法:BSSBBSSSBBTTTTii()对BFGS取逆则(Bi)采用下式计算:TTTTiTTiSSSSSIBSSIB)()(()然后条件数由B和B的列范数计算得到:niijnjniijnjcBbB,,maxmax()当条件数大于时需重新进行规格化以改善QP的解或者重置B为单位阵。本系统采用了后一种方法。第七章设备设计换热器设计数学模型基本传热公式mtAUQ()Q:总传热速率U:总传热系数A:总传热面积mt:对数平均温差。总传热系数公式)()()()(ioiimommooddhrddkrhU()oihh,:管内、外传热膜系数oirr,:管内、外污垢热阻moiddd,,:管内、外及管子平均直径m:管壁厚mk:管壁导热系数注:总传热系数以管外径为基准。平均温差公式inouttTtoutintTtoutinTT,:热流进出口温度outintt,:冷流进出口温度若ttK则:tttm()若ttK则:lntttttm()无相变换热器对数平均温差的校正系数可用下式计算:)()(lnlnSRRESRREREERSRAAAAAAAAtm()其中inoutoutinAttTTRinininoutAtTttE()ARSR()tmmmtt()壁温iiimidhdtUt()omohtUt()当管内温度大于管外温度时iiiwttt()ooowttt()否则iiiwttt()ooowttt()传热膜系数的计算管内无相变对流传热膜系数的计算对于圆管中的湍流流动采用西德-塔特(SdederTate)关联式:wbrebiiuuuPRkdhN()适用范围:eR时。bTFiieuAdWR()biiukdhN()bbbrkucP()stiTFNNdA()LdPRGirez()utdgGir()式中:c比热千卡/公斤Cok导热系数千卡/米时Cou粘度时米公斤当eR时则:wbireibiuuLdPRdkh()当,zeGR时则:ibidkh()当,zeGR时则:水平管时:)(wbrrzibiuuPGGdkh()立式管(加热向上流动或冷却向下流动)时:LdPGEGdkhirwrwzibi()立式管(加热向下流动或冷却向上流动)时:wbirwrwzibiuuLdPGEGdkh()管外无相变对流传热膜系数的计算wbbbbbgmoobouukucuGddkh()式中:gmogmAWG()bcfgmAAA()osspdDD()intkspsdDaN()intpbBLaN())(pbpeBNLB()arcsinaasaaswBBDBBDA()wsotbADdNA()ossppecedNDBA()ossppcdNDBA()LNABABAbcpcepecp()bcpgmAAA()水平管束外沸腾传热膜系数当传热管壁温度和沸腾液温度之差低于临界温差(最大比热流时的温差)时可以做为泡核沸腾处理。当传热管壁温度和沸腾液之间的温差大于oC时因为泡核沸腾系数变大所以可忽略自然对流传热系数。传热管壁面温度和沸腾液温度差用t表示则:owttt计算过程如下:okoddAQAG()oA为单位长度传热管外表面积。Gi对于三角形排列方式:coskbrvdDN()对于正方形排列:kbrvdDN()rvNjln()jrviokNdd()RRRPzc()vlllkPcz()tzh()tzh()),min(hhho()如果t还需做如下计算:lllloolookuctgddkhh()――沸腾液的体积膨胀系数。上列计算式只适用于maxAQAQ的情况maxAQ用以下方法计算:ALDb()当时:F()当时:F()当时:F()maxlvvlcvvggFAQ()若maxAQAQ则为膜状沸腾传热膜系数计算如下:vvvlvvoouttcgkdh()竖直管内沸腾传热膜系数tzh()RRRPzc(),tzh()vlllxkPCCz()则传热膜系数可表示为:),min(hhh()上式也可用于竖直管外的泡核沸腾。关于最大比热流可按下式计算:maxlvlvvlcvggAQ()当maxAQAQ时为膜状沸腾则:gkNudWhvlvvtvoi()水平管内冷凝传热膜系数tdugkAhifvfff()式中A的值用以下方法计算:wifttt()wittt()tcf()fffrkucP())lg(X()若rP则:)lg(rPX()否则:X)exp(XXXXXa())exp(XXXb()bXaA()以上为可忽略蒸汽速度的场合。若不能忽略蒸汽速度可用下述方法计算:stitfNNdA()tfoutinifAccWG()tfoutinivAccWG()vfvfeGGG()feieuGdR()fffrkucP()若eR则:reifPRdkh()否则:reifPRdkh()竖直管束外冷凝传热膜系数的计算wfttt()tofNdWF()feuFR()gkufff()当eR时则:eoRh()当eR时则:eoRh()水平管束外冷凝传热膜系数的计算首先计算当量管数N:正方形错列时:tNN()正方形直列时:tNN()三角形错列时:tNN()三角形直列时:tNN()然后按下式计算传热膜系数:NLWFf()feuFR()gkufff()若eR则:eoRh()多组分冷凝传热膜系数的计算多组分冷凝是在变温下进行的因此冷凝的同时伴随着气体的冷却由下列公式计算:outinvttt()wmottt())(inveWW()outinvttt()vl按无相变计算气体传热膜系数vh再按纯组分冷凝计算出冷凝传热膜系数ch然后按下式进行循环计算:vchhh()cwvwmohhtttt()竖直管内冷凝传热膜系数对于饱和蒸汽在垂直管内边下降边膜状冷凝的情况:titfNdA()tfinvinAcWG()tfoutvoutAcWG()voutvoutvinvinvGGGGG()iwttt()tkgafff()vfvgGfb()其中f为摩擦系数可由雷诺数算出。vivevudGR()判断流型的临界高度用下式计算:baktuLfe()当eLL时即层流时有:LabX()XXln()Lakhf()当eLL即紊流时:vvffffGufkch()垂直管内降膜蒸发传热膜系数tiiNdWG()luGC()cllgguC()lllugkC()lllrkucP()若CC即层流时:CCh()若rPCC时:CCh()若rPC即紊流时:CPChr()压力降计算管程压力降管内侧流体的压力损失等于管子部分的压力损失和管箱改变方向时的压力损失之和即:rtrPPP()tP为管子部分的压力损失可用普通圆管内流动的公式计算:wbicstttuudgNLGfP()rP为管箱处压力损失通常为每程速度水头的倍:cstrgNGP()壳程压力降对安装圆缺形折流板时壳侧压力损失的计算方法有克恩(Kern)方法、廷克(Tinker)方法和贝尔(Bell)方法其中克恩方法与现实数据相差很大()不能用于换热器的设计。贝尔方法的计算值与实验结果具有较好的一致性所以这里我们采用贝尔方法进行换热器壳程压降的计算。安装圆缺形折流板的换热器的壳侧压力损失等于与管束错流流动时的压力损失(第一块折流板和管板之间的流道上或者最后一块折流板和管板之间的流道上错流流动的压力损失用BP中间的折流板之间的流道上错流流动的压力损失用aP表示)和通过折流板圆缺部分与管轴平行流动时的压力损失之和。:wbBbBSPNPNPP()bN――折流板数与管束错流流动时的压力损失:uugNGfFPwPcccsfpB()式中fpF――取决于管子形式的修正系数光滑管时低翅片管时。sf――摩擦系数可用下式求得:eR时esRf()eR时esRf()eR时esRf()eR时esRf()uGdRcoe()p――决定于通过壳和管束之间间隙流动的修正系数。eR时expcsBPpNNF()eR时expcsBPpNNF()在壳侧两端的错流流动的压力损失:BcwBPNNP()通过折流板圆缺部分的压力损失:eR时czvvczwczpwgVDBPDgVuNSgVuP()eR时czwwgVNP()式中S――管之间的最小间隔okddS()zV――几何平均流速bczVVV()cV――错流流动的流速cscSWV()bV――折流板圆缺部分中的流速bsbSWV()vD――折流板圆缺部分流道的当量直径wvBPSD()w――一个折流板圆缺部分中传热管的传热面积如果令折流板圆缺部分中传热管数为wn则:BPAnoww()取决于通过折流板与壳内径之间间隙流动和折流板管孔与传热管外径之间间隙流动的修正系数:LSBTBSSS()可由下式求出:当~cLSS时cLSS()当cLSS时cLSS()对安装圆缺形折流板时壳侧压力损失的计算方法有克恩(Kern)方法、廷克(Tinker)方法和贝尔(Bell)方法其中克恩方法与现实数据相差很大()不能用于换热器的设计。贝尔方法的计算值与实验结果具有较好的一致性所以这里我们采用贝尔方法进行换热器壳程压降的计算。安装圆缺形折流板的换热器的壳侧压力损失等于与管束错流流动时的压力损失(第一块折流板和管板之间的流道上或者最后一块折流板和管板之间的流道上错流流动的压力损失用BP中间的折流板之间的流道上错流流动的压力损失用aP表示)和通过折流板圆缺部分与管轴平行流动时的压力损失之和。:wbBbBshellPNPNPP()式中shellP――壳程总压降BP――第一块折流板和管板之间的流道或最后一块折流板和管板之间的流道上错流的压力损失BP――中间的折流板之间的流道上错流流动的压力损失wP――通过折流板圆缺部分与管轴平行流动时的压力损失bN――折流板数――取决于通过折流板与壳内径之间间隙流动和折流板板孔与传热管外径之间间隙流动的修正系数uugNGfFPwPcccsfpB()式中fpF――取决于管子形式的修正系数光滑管时低翅片管时。sf――摩擦系数可用下式求得:eR时esRf()eR时esRf()eR时esRf()eR时esRf()对于光滑管uGdRcoe()对于低翅片管uGdRcre()p――决定于通过壳和管束之间间隙流动的修正系数。eR时expcsBPpNNF()eR时expcsBPpNNF()BcwBPNNP()eR时czvvczwczpwgVDBPDgVuNSgVuP()eR时czwwgVNP()式中S――管之间的最小间隔okddS()zV――几何平均流速bczVVV()cV――错流流动的流速cscSWV()bV――折流板圆缺部分中的流速bsbSWVvD――折流板圆缺部分流道的当量直径wvBPSD()w――一个折流板圆缺部分中传热管的传热面积如果令折流板圆缺部分中传热管数为wn则:BPAnoww()LSBTBSSS()可由下式求出:当~cLSS时cLSS()当cLSS时cLSS()式中bS――折流板圆缺部分的流道面积可由下式计算:光滑管dnDKSwsb()低翅片管fwsbdnDKS()K为常系数sD为管束直径fd为翅片外径。cS――距换热器中心线最近的管排中错流流动的最小流道面积。TBS――折流板管孔和传热管外径之间的间隙面积SBS――折流板外径和壳内径之间的间隙面积LS――SBTBLSSSBP――折流板间距。换热器设计步骤管壳式换热器的设计分为标准设计和非标准设计两种情况。标准设计计算出的换热器结构尺寸符合我国的标准系列非标准设计需由用户给定部分换热器的结构尺寸计算出一些主要结构尺寸设计出满足换热过程要求的换热器。标准设计的步骤①从标准系数中读取换热器的结构尺寸数据。②对该结构尺寸的换热器进行核算。③根据核算结果判断该换热器是否满足传热要求。④不满足转第6步。⑤满足输出该换热器的结果。⑥判断标准系列是否选择完毕。⑦未完转第1步。⑧完毕结束。非标准设计的步骤①计算热负荷②选择管内外传热膜系数的初值。③计算总传热系数U。④计算换热器所需的传热面积。⑤确定换热器的结构尺寸。⑥计算换热器管内外的传热膜系数。⑦计算总传热系数。⑧比较U与U是否收敛。⑨不收敛令U=U返回步骤4。⑩收敛输出结果结束。塔板设计通过对板式塔塔板上两相流体进行的水力学计算设计或验算塔板的经济合理的结构尺寸并保证在不明显降低塔板效率的情况下有稳定的操作弹性。汽液过程塔板设计汽─液过程的水力学计算方法多为经验模型。程序设计的要点概述如下:)对于设计计算首先根据汽、液相负荷选定一塔径的初值D。*泡帽塔板:选取允许空塔速度系数C=计算:))(())((WVDCrvrvrWV()*浮阀塔和筛孔塔塔板:选取汽相负荷系数caf=雾沫夹带泛点cent%取取安全系数ac=计算塔的截面初值A,从而计算d:)())((ADcafcentacrvrrvVA())根据计算所得D选取规范系列结构尺寸得出塔径D板间距HT并依液相负荷及D值选取溢流型式及降液管规范系列尺寸)按液体在降液管中最小停留时间校正上面选得的板间距HT)计算各项流体阻力:堰液头How动液封hl有效液层阻力htl干板压降hv等)计算出汽相负荷系数caf并以雾沫夹带量限制再次校核HT)最后计算操作性能负荷图中各条曲线各种类型塔板的安全操作范围图作法如下:⑴泡帽塔)液泛线:为了避免淹塔和液泛要求达到)(WTDhHKH()式中:)()(cxOWdSSWDhhHhhhH()上式中第一项为常数第二项为液相负荷的函数第三项是气体负荷的函数第四项为汽液负荷的函数则可先设出一系列的液相负荷点利用试差法求出汽液相负荷的相互关系从而画出液泛线。)雾沫夹带线:雾沫线;)()()()()(DOWWTDSAAHHHAASV()根据所设的各液相负荷点可由上式求出对应的汽相负荷点。从而画出雾沫线。)最大汽缝开度时汽相负荷线:max))(()(VVlSSSCSHbNNHV()上式中右端各数均为已知常数故最大汽缝开度为一水平直线。)最小汽缝开度时的汽相负荷线:minVVlSSSCSHbNNhV()上式也是一水平直线。)溢流强度过小线:一般限制HOW≥mm,则可由计算清液层高度的公式算出相应的液相负荷也为一竖直线。)动液封限制线:限制hOW≥hSS,用同样方法则可得一竖直线。)降液管停留时间线:如果限定停留时间为TL秒则DTLSAHTL()可得一竖直线。)蒸汽分配比限制线:为防止汽体偏流应满足CVhR,△液面落差mm上式即可用试差法求出汽液相负荷的相互关系从而画出曲线。⑵浮阀塔)液泛线:为避免淹塔或液泛需满足:VtlOWdWDWTDhhHhhhHhHKH)()()(()根据所设计液相负荷点可求出hσhdHOWhtl从而可求出干板压降hv。()对于~克十字架型盘式浮阀全开前:iVWAgh()全开后iVVgWh()()对于~克V型浮阀:全开前:iVWAgh()全开后:iVVgWh()判别全开与否的阀孔临界速度计算公式为:()~克十字架型盘式浮阀:VOKW()()克V型浮阀:VOKW()()~克十字架浮阀:VOKW()()克V型浮阀:VOKW()根据以上公式可求出W由VS=W×A可求出与LS相对应的VS。)雾沫夹带线之一用下面公式做出bSAcafZLV泛点()式中:VlVSLVV()caf=caf×系统因数caf可以根据下式计算:uBuBuBuBBcaf()式中:dlDbVVVLTWDZAAABBBBBuuuHu)()(exp()当限定泛点百分数%时可得LS与VS的对应关系。)雾沫夹带线之二用下面公式作出:cafAVL泛点()用相同方法可得到雾沫夹带线之二)泄漏线:用下面的公式作出)~(VSAV())溢流强度过大线)溢流强度过小线)降液管停留时间线以上三条线的作法与公式与泡帽塔相同⑶筛板塔)液泛线PStlOWdWDhhHhhhH)()(()其它作法请参看浮阀塔)雾沫夹带线;)()(SAAVDS()式中:)(WOWThHHS())泄漏线用下面公式作出)(VLOWWSHhACV()式中:nC()当,n当,n)溢流强度过大线用下面公式作出WSLL())溢流强度过小线限制HOW=mm作出方法同前)动液封限制线限制HOW=hW用试差法求出相应的液相负荷)降液管停留时间线其作法与浮阀塔相同填料塔设计数学模型乱堆填料应用较多研究得相对充分所以仅介绍乱堆填料的计算方法。整堆、丝网等填料介绍的较少种类很多每种仅能选一种方法详见参考资料。液泛速度计算液泛速度是填料塔中重要因素决定了塔径大小。化工之星采用了五种计算液泛速度的方法即BainHougen关联式法、南化法、吕淑芳法、陈林君法、F因子法。以下分别对其介绍。、BainHougen关联式法这是最早的方法之一。此方法计算得到的泛点速度偏差在%以内基本上可满足工程设计的要求。本方法是选从大家承认的化工单元操作手册,后述的几种方法选自杂志尚未被大家承认。loglgllgfGLAagW()式中:fW泛点空塔气速msg重力加速度msa填料比表面积mmε填料空隙率mmg,l气液相密度kgml液相粘度CPL,G液相及气相流量kghA常数见下表:金属鲍尔环塑料鲍尔环瓷矩鞍塑料矩鞍瓷拉西环塑料阶梯环对于非此种填料则取相近的数据作近似计算、南化法南京化工学院对Eckert通用关联图回归得到:AdpWWllgg()据作者称此式最大误差不超过±%式中:gW液泛空塔气速mslW空塔液速ms液体运动粘度厘沲dp填料公称直径mmA系数,拉西环,弧鞍,矩鞍g,l气液相密度kgm、吕淑芳法吕淑芳从Bernoulli方程出发推导公式据作者称相对误差均在%以内平均误差%。此公式不必知液相流率即不必知塔径可用于设计。开孔填料:gWglgllgVVdpc()非开孔填料:gWglgllgVVdpc()式中:gW泛点空塔气速msVLVg液、气体体积流量mhg,l气液相密度kgml液相粘度CPdp填料公称直径mmC为系数开孔填料:金属鲍尔金属阶梯环金属环矩鞍聚丙烯鲍尔聚丙烯阶梯非开孔填料:瓷拉西瓷矩拉西环瓷矩鞍、陈林君法陈林君据新Eckert图(与旧Eckert图比泛点线位置有所升高)操作者称平均相对误差为±%±%lnexpABBWg()式中:llgFgAlgLB还可在知气相流量求液泛时的液体流量LWlnexpAGGWLGl()gW泛点空塔气速msLW液泛时的表观流速msg重力加速度msg,l气液相密度kgml液相粘度CPL,G液相及气相流量kghΦF泛点填料因子不同填料不同尺寸有不同值。ψLOH,即水密度与液相密度之比。、F因子法填料塔中的气体或蒸汽负荷通常用负荷因子表示:VLVVVuF()式中:Vu表观气速(ms)V气体或蒸汽的密度(kgm)L液体的密度(kgm)VF气体负荷因子(ms)在低压或中等压力时V比L小得多而可以忽略。因此在实际中度量塔内动态负荷常采用的蒸汽负荷因子是表观气速Vu与气体或蒸汽的密度V的平方根之积即:VVVuF()VF气体动能因子(ms(kgm))式中的FV即为F因子F因子又叫作气体动能因子。只要知道了填料在泛点附近的F因子值以及塔内气相的平均密度即可计算泛点气速。传质计算填料塔传质计算目前研究得很不充分而这又是填料塔的另一重要因素(塔高)专家建议设计塔时应采用相同或相似条件,物系下的实际数据为准在缺乏数据时传质单元数法可供参考。传质单元数Nog可表示为:Nog=lnAxmYxmYAA()式中A=LM/(m·GM)A=LM/(m·GM)m=xy,m=xyA操作线与平衡线斜率之比通常称之为吸收因数。M气液平衡常数LM,GM,液相及气相流量kmolhy,y塔内气相入口及出口被吸收组分浓度摩尔分率x,x塔内液相出口及入口被吸收组分浓度摩尔分率另外传质单元高度Hog与等板高度HETP法应用也很普遍。传质单元高度与等板高度关系如下:A(见前吸收因数)=HETP=Nog()A≠HETP=AAlnHog()具体地说传质计算可分为播磨传质法、毛立斯传质法、恩田传质法、摹赫法(已知理论板数)、Granville法(已知理论板数)。播磨法计算Hog(m)gKBMmggggpPGDGD()pLLLLLLLaDgDaLK()gLgeKHKK*()PLgDLF()gLDWLPe()erpeWFDa()))((yaKyGHegebMog()式中Kg气膜传质系数kmolm·h·atmKL液膜传质系数mhγL,γg液、气体密度kgmμL,μg液、气体粘度kgm·hDL,Dg液、气扩散系数mhL,G液、气流量kgm·hGM气体流量kmolm·hG″M惰性气体流量kmolm·hG重力加速度×mha填料比表面积mmae有效传质面积mmDp填料公称直径mPBM气相中惰性气体分压的对数平均值H亨利系数kmolm·Atmy气相出口被吸收组分mol%ε填料空隙率mmσ液体表面张力kgm毛立斯法求Hog)lw=L(D×)a())δ=(lwlwlw)××())VL=(lwlwlw)××(γLμL)())C=(γgμg)·Dg())PgPPiPPPgPPiPCln())C=P())C=(Tg)tf())ε′=εδ·a())Vg=Wε′())Hg=ε′(Rg×C×aVgVLVgCCC())Cl=(γLμL)Dl())C=(LW)n())Hl=C(×RlCl)lw())λ=(V′L′)γS×HP())吸收过程Hog=HgλHl()解收过程Hog=HgλHl())若lwmm·h时①x=lw②η=xxxexp(x)()③Hog=Hogη式中:lw润湿率mm·hL液体流量mhD塔直径ma填料比表面积mmδ液膜厚度mε填料空隙率mmε′湿填料空隙率mmVL液体表面速度msγg,γL气液密度kgmμg,μL气液粘度CPDg,DL气液扩散系数cm秒P操作压力AtmPi可溶性气体在气膜界面处的分压Pg可溶性气体在气相中分压Tg气相温度KTf气膜平均温度KW空塔气速msRg,RL气、液膜填充系数C,Cl气、液相物性因素C浓度校正系数,C压力校正系数C温度校正系数,C湿润率指数校正系数Hg,HL气、液相传质单元高度λ平衡曲斜率与操作线斜率之比V′,L′气、液相体积流率mm·hγS被吸收组分密度kgmH亨利系数kgm·atmη填料表面效率恩田法求Hog)、)exp(tLGLtGLtGctwaLgaLaLaa())、Kg=RTDaDaGGtGGGGt())、Kl=LLLLLLWDgaG())、Kg=LgHkk())Kga=Kg·aw·())XG=+(UGUGf)())Kga=Kg·a·XG())Hog=GM″/Kg′a(y)()式中:aw填料湿润表面积mmat填料比表面积mmσc填料材质临界表面张力kgh(可能为Nm)σ液体表面张力kgh(可能为Nm)G,LG气、液体流率kgmhμG,μL气、液体粘度kgmhρG,ρL气、液体密度kgmDG,DL气、液体扩散系数mhR气体常数m·atmKmol·KT系统温度°Kdp填料直径mg重力加速度xmhKg,KL气液膜传质系数H亨利系数Kmolm·Atm形状系数XG气膜修正系数UG实际气速msUGf空塔气速msG″M惰性气体流量Kgmolm·hy气相出口被吸收组分的mol%慕赫法计算HETPHETP=A(G)B(D)CZ(αμLγL)()式中:HETP等板高度,mG气相流率kgm·hD塔径mZ二层液相再分配板之间的每段填料高度mα被分离组份间的挥对挥发度μL液相粘度CPγL液相重度kgmA,B,C经验系数此公式使用范围为①常压,气速为泛点速度%②塔径mm,并大于填料尺寸的倍,填料高度m③液气比≈④相对挥发度之间,物系扩散系数相差不大、格兰维尔法计算HETPHETP=ZLGmmm()dp拉西环直径mm平衡曲线的平均斜率GM,LM气液相流量KmolhZ每段填料高度m压力降计算leva法关联ΔP=VVuuL()α、βleva法参数。uL液相表观流速(kg(ms)),为质量流量(kgs)与塔截面积(m)之比。uV气相表观流速(kg(ms)),为质量流量(kgs)与塔截面积(m)之比。ρV气相密度kgmΔP压力降kPaRobbins法ΔP=tGLtGfff()式中fLt当操作压力PPa时VPdVfFuG()当操作压力PPa时VVPdVfFuG()当FPd≥时fLLPdLFu()当FPd≤时fLLPdLFu()uV气相表观流速(kg(ms)),为质量流量(kgs)与塔截面积(m)之比。uL液相表观流速(kg(ms)),为质量流量(sm)与塔截面积(m)之比。ρV气相密度kgmPdFRobbins法中与填料有关的参数ηL液相粘度Pas拉西环关联式拉西环作基准其他填料则要加以修正ΔP=gWZ()式中:Φ拉西环ε=(lwlw)×Φ拉西环ε=(lwexp(lw)×Φ拉西环ε=(lwlw)×Φ拉西环ε=(lwlw)×其中:aDLlw()lw液体湿润率mm·hD塔直径ma填料比表面积mmε阻力系数ΔP填料压降mm水柱Z填料高度mW空塔气速msγg气体密度kgm持液量一般情况下填料塔设计不一定需要计算持液量但持液量对传质过程有较大关系希望持液量越小越好。持液量分为静持液量仅与填料特性及液体性质有关动持液量除与填料特性及液体性质有关外,还与液体喷淋密度有关。二者之和为总持液量。leva关联式:ade()etdLH()式中de当量直径mε填料空隙率a填料比表面积mmHt总持液量m液体m填料L液相流率hmmBillet法ReLLtFrH其中gauFrLLLLLLauRe()式中a填料比表面积mmHt总持液量m液体m填料uL液相表观流速度(ms),为体积流量(sm)与塔截面积(m)之比。ρL液相密度kgmηL液相粘度PasFrL液相福瑞德准数ReL液相雷诺准数g重力加速度msMersmann关联式LLLLauRe()aDPe)(()载点持液量:)(PeLLLlsDugH()当ReL时:lsH()当ReL时:lsH()式中:,gLWu当gVWu时填料塔在载点及以下进行操作此时塔的持液量即为载点持液量lsHlstHH当gVWu时填料塔在载点及泛点之间进行操作此时塔的持液量为:gVlslslstWuHHHH()a填料比表面积mmε填料空隙率uL液相表观流速度(ms),为体积流量(sm)与塔截面积(m)之比。uV气相表观流速度(ms),为体积流量(sm)与塔截面积(m)之比。Wg液泛气速(ms)。ρL液相密度kgmηL液相粘度PasReL液相雷诺准数g重力加速度ms管路计算单相流管道压力降及尺寸设计层流不可压缩流体对于不可压缩流体在流体过程中流体密度看做常量。单位管阻计算方程层流流动主要是在较低的雷诺数下流动一般规定Re=为层流流动。在此条件下单位工作压力降计算公式为:dQdPF()式中:,,-摩擦系数无因次-流体平均流速-管道直径-流体密度-体积流量(单位管阻)-单位管道工作压力降smumdmkghmQmPaPF对于层流流动有Re代入上式有RedQdQdQdQPF()式中.-流体动力粘度-流体运动粘度sPasm管径计算方程由阻力控制法确定管径即:FeFFPPddfP)(,其中FeP是允许单位压降。把上节所得方程代入有:FeFPdQP或:FeFeFeFePQPQdPQPQd()可压缩流体对于可压缩流体在流体过程中流体密度会发生变化不能在把密度看做一个常量通常用一个平均密度来代替不可压缩流体中的密度项平均密度一般由下式计算得到:)(bab式中b、a指管路进出口出流体的密度。湍流光滑区满足下式条件时认为流体处于光滑区:Red其中代表管路的绝对粗糙度。不可压缩流体不可压缩流体的单位管阻可用下式计算得出:lgdQdQPF()管径确定方程可由上式计算出即可需注意的是要用允许的单位管阻代替上式中的单位管阻从而计算出管径。可压缩流体对于可压缩流体在流体过程中流体密度会发生变化不能在把密度看做一个常量通常用一个平均密度来代替不可压缩流体中的密度项平均密度一般由下式计算得到:)(bab式中b、a指管路进出口出流体的密度。湍流粗糙区粗糙区的判据如下:dRe()不可压缩流体不可压缩流体的单位管阻可用下式计算得出:lglgddQdQddPF()管径确定方程可由上式计算出即可需注意的是要用允许的单位管阻代替上式中的单位管阻从而计算出管径。可压缩流体对于可压缩流体在流体过程中流体密度会发生变化不能在把密度看做一个常量通常用一个平均密度来代替不可压缩流体中的密度项平均密度一般由下式计算得到:)(bab式中b、a指管路进出口出流体的密度。湍流过渡区湍流过渡区介于光滑区和粗糙区所以判断式可由光滑区和粗糙区判断的综合式来确定即:ddRe()不可压缩流体不可压缩流体的单位管阻可用下式计算得出:lgdQddQPF()管径确定方程可由上式计算出即可需注意的是要用允许的单位管阻代替上式中的单位管阻从而计算出管径。可压缩流体对于可压缩流体在流体过程中流体密度会发生变化不能在把密度看做一个常量通常用一个平均密度来代替不可压缩流体中的密度项平均密度一般由下式计算得到:)(bab式中b、a指管路进出口出流体的密度。两相流管道压力降及尺寸设计管道中同时存在两相即汽液混合物的流动非常普遍由于影响两相流的因素较多建立两相流管道尺寸设计方程的通用模型比较困难一般通过对单相流的修正来代替两相流的计算即在单相流的计算方程中加入一项修正系数。计算公式如下:fLfLVPP()式中-修正系数-液相管道工作压力降降-两相流管道工作压力fLfLVPP修正系数的计算一般有两种方法一是通过对两相流的流型进行分类通过对不同的流型分析来计算不同流型下的修正系数一是通过区分不同的流态来计算修正系数。本软件综合考虑了这两种方法的优缺点开发了一套自己的修正系数计算方法可以较快速、准确的计算出修正系数具体方法在此不详述。I第一章面向对象的化工过程模拟分析系统简述面向对象技术(OOP)面向对象程序设计类对象子类面向对象问题解面向对象方法Windows应用程序Windows与MSDOS的对比用户界面排队输入设备无关图形多任务机制Windows应用程序的组成窗口对话框消息循环Windows库软件开发工具化工过程模拟优化系统类库设计类库设计标准正确性(可靠性)一致性扩展性重用性类库的组成具体类抽象类层次类类库的设计应用域分析类的抽象基础类设计过程单元类的设计化工过程模拟类库的管理小结面向对象的化工过程模拟分析系统ECSS化工之星ECSS化工之星特点系统结构基础物性数据库与热力学性质计算方法基础物性数据库热力学性质计算方法II过程模拟过程工况分析过程优化过程灵敏度分析设备设计换热器设计与核算塔板设计填料塔设计管路计算在线帮助与知识查询小结第二章基础物性数据库总述理想气体焓关联式饱和蒸汽压关联式导热系数关联式液体粘度关联式第三章热力学性质的计算理想气体状态方程(ID)SRK方程PR方程ZRK方程PT方程BWRS方程Wilson模型NRTL模型UNIQUAC模型UNIFAC模型LKQC焓差模型第四章单元模块流股调节器数学模型加合器功能数学模型混合器功能数学模型分流器功能数学模型组份分配器功能数学模型III泵功能数学模型压缩机功能数学模型膨胀机功能数学模型计算步骤水饱和器功能数学模型物流去水器功能数学模型换热器无相变换热器功能数学模型有相变换热器功能数学模型水冷却器功能数学模型水蒸汽加热器功能数学模型冷剂冷却器功能数学模型两相闪蒸器功能数学模型计算步骤三相闪蒸器功能数学模型计算步骤简捷法精馏塔功能数学模型计算步骤IV简捷法吸收塔功能数学模型复杂精馏塔三对角矩阵法功能数学模型计算步骤流量加和法功能数学模型计算步骤复杂吸收塔流量加合法功能数学模型计算步骤多法功能数学模型计算步骤萃取塔基本概念功能改进的虚拟平衡法数学模型计算步骤新松弛法数学模型计算步骤单循环流量加和法数学模型计算步骤双循环流量加和法数学模型计算步骤化学反应器概述热量衡算化学计量反应器功能数学模型计算步骤反应程度反应器V.功能数学模型计算步骤产率法反应器功能数学模型计算步骤加氢反应器功能.数学模型计算步骤平衡常数法反应器.功能数学模型计算步骤自由焓最小法反应器功能数学模型计算步骤连续搅拌釜式反应器功能.数学模型计算步骤活塞流管式反应器功能数学模型.计算步骤反应潜平衡产率反应器功能数学模型.计算步骤第五章流程模拟与分析概述过程模拟功能过程模拟策略直接迭代法Wegstein法设计规定功能解算方法工况分析灵敏度分析第六章过程优化VI基本概念SQP法的原理SQP法解算步骤流程优化计算框图SQP法中的计算细节目标函数的计算二阶导数矩阵的拟牛顿矩阵的求取QP解算策略线性搜索规格化第七章设备设计换热器设计数学模型基本传热公式总传热系数公式平均温差公式壁温传热膜系数的计算换热器设计步骤标准设计的步骤非标准设计的步骤塔板设计汽液过程塔板设计填料塔设计数学模型液泛速度计算传质计算压力降计算持液量管路计算单相流管道压力降及尺寸设计层流湍流光滑区湍流粗糙区湍流过渡区两相流管道压力降及尺寸设

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