塔计算流程

气相密度ρv 37.5kg/m 3液相表面张力σ 2.7065液相密度ρl

389.3

kg/m

乙烷的摩尔质量

计算过程

气相流量q vvs 0.134093m 3/s 液相流量q vls

0.014476m 3

两相流动参数F LV 0.347841

a.粗估塔径

初选板间距H T 0.45m C 20

0.05气体负荷因子C 0.033515泛点率取值0.7液泛气速u f

0.102654m/s

操作气速u

0.071858

气体流道截面积A 1.866084m

A d /A T =0.12

A/A T =0.88

塔板截面积A T = 2.12055m

塔径D= 1.643158

取实际塔径为

D=1.6

所选塔板尺寸为

塔板截面积A T = 2.010619m

2降液管截面积A d =0.241274气体流道截面积A 1.769345m

实际操作气速u 0.075787

泛点率0.738273

0.07边缘宽度ｂc =0.05

0.16

故降液管b d =0.256

x=0.474

r=0.75

0.564435

取筛孔直径d 0=0.008

0.028

开孔率υ=0.074041

0.041791

筛孔气速u 0= 3.208646筛孔个数n=831

选取塔板厚度δ＝0.004

0.0450.75

堰长l w =1.2

液头高度h ow =0.035089m

取底隙h b =0.03

c.塔板校核

取堰高h w =由A d /A T =0.11，查图得l w /D=b.塔板布置和其余结构尺寸的选择

2.6MP ，278.1K 下乙烷的物性参数：

选取单流型、弓形降液管塔板

筛孔总截面积A 0=取进出口安定区宽度bs=bs`=根据Ａd /A T =0.12,可查得ｂd /D=有效传质区面积Aa=筛孔中心距t=

精馏塔的计算

本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。确定操作条件顺酐为挥发组分，所以根据第3章物料衡算得摩尔份率：进料： 794.0074.4323 9072 .5x F == 塔顶： D x = 塔底： w x = 该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比R=2（R=），及以下操作条件：塔顶压力：；塔底压力：；塔顶温度：℃；塔底温度：℃；进料温度：225℃；塔板效率：E T = 基础数据整理（1）精馏段：图5-1 精馏段物流图平均温度： ()01.17122502.1172 1 =+℃

平均压力：()=?? ? ????+? ?-?333100.107519.75100.10100.30213103.015?pa 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下：标准状况下的体积： V 0=2512.779.42234.7880=?Nm 3/h 操作状况下的体积： V 1=6 36 10101.01003.1510101.027301.1712732512.779?+???+? = Nm 3/h 气体负荷： V n =3064.03600 1103.2112 = m 3/s 气体密度： =n ρ0903.32112.11033409.2240 = kg/m 3 液体负荷： L n =9470.036003409.2240 = m 3/s ℃时苯酐的密度为1455kg/m 3 （2）提馏段：图5-2 提馏段物料图平均温度： ()01.23122502.2372 1 =+℃ 入料压力：()Pa k 9.1475 19 751030=-?-

工艺流程计算

图3-2 150万吨选煤厂工艺流程图

第4章工艺流程的计算 4.1介质流程的计算选煤厂旋流器小时入料量为7275.227(/)Q t h =，要求分选比重 31.40(/)p g cm δ=原煤水分 5.0%Qn W =加重剂中磁性物比重35.0(/)f g cm δ= 4．1．1给料中煤泥水的计算: 取煤泥比重31.5(/)c g cm δ= 100%cn r = 9.96 4.007.0020.96%m r r r r =++++=浮原次＝给料中煤泥量：759.545(/)n m G Q r t h =?= 非磁性物的含量：59.545(/)c n G G t h == 原煤泥水量为：35 275.22714.486(/)100100Qn n Qn W W Q m h W = ??=-入＝－5 煤泥水的体积：59.545 14.48654.1831.5 n n n c G V W δ=+ =+ = 3(/)t m 煤泥水的密度：59.54514.486 1.36654.183 n n n n G W V ++?= ==3(/)t m 煤泥水单位体积的固体含量：59.545 g 1.09954.183 n n n G V = == 3(/)t m 4．1．2补加浓介质的性质的计算: 设浓介质比重 2.0X ?= 5.0f δ= 1.5c δ= 浓介质中非磁性物的含量 5%cx r = 磁性物含量 95%fx r = 浓介质悬浮液的密度： 5 1.5 4.47855% 1.595% f c X f cX c fX r r δδδδδ??= ==?+??+? 3(/)t m 补加介质中干介质质量

精馏塔的工艺标准计算

2 精馏塔的工艺计算 2.1精馏塔的物料衡算 2.1.1基础数据（一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：乙苯212.6868Kmol/h ；苯3.5448 Kmol/h ；甲苯10.6343Kmol/h 。（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于0.01，釜液中甲苯量不大于0.005。 2.1.2物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2.1 进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226.8659-13.2434=213.6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3.5448 1.5625 2 甲苯 10.6343 4.6875 3 乙苯 212.6868 93.7500 总计 226.8659 100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2.2精馏塔工艺计算 2.2.1操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注：压力单位0.1Mpa ，温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3.5448 3.5448 0 2 甲苯 10.6343 9.5662 1.0681 3 乙苯 212.6868 0.1324 212.5544 总计 226.8659 13.2434 213.6225 组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562.2 48.9 甲苯 92 591.8 41.0 乙苯 106 617.2 36.0 名称 A B C D

精馏塔设计流程

在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下：操作压力 5kPa(塔顶表压)；进料热状况自选；回流比自选；单板压降 ≤；根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）精馏塔的物料衡算 1. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 A M =46.07kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02kg/kmol F x =18.002 .1864.007.4636.007 .4636.0=+= D x =64.002.1818.007.4682.007 .4682.0=+= W x =024.002 .1894.007.4606.007 .4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =×+×=23.07kg/kmol D M =×+×=35.97kg/kmol W M =×+×=18.69kg/kmol 3.物料衡算以每年工作250天，每天工作12小时计算原料处理量 F = 90.2812 25007.231000 2000=???kmol/h 总物料衡算 =W D + 水物料衡算 ×=+W

精馏塔工艺工艺设计方案计算

第三章精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。 3.1 设计依据[6] 3.1.1 板式塔的塔体工艺尺寸计算公式（1）塔的有效高度 T T T H E N Z )1( -= （3-1）式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。（2）塔径的计算 u V D S π4= （3-2）式中 D –––––塔径，m ； V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/s u =（0.6~0.8）u max （3-3） V V L C u ρρρ-=max （3-4）式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3

V ρ–––––气相密度，kg/m 3 C –––––负荷因子，m/s 2 .02020?? ? ??=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/s L σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2 板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计 W OW L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。 3 2100084.2??? ? ??=W h OW l L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。 h T f L H A 3600= θ≥3~5 (3-8) 006.00-=W h h (3-9) ' 360000u l L h W h = (3-10) 式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。 (2) 踏板设计开孔区面积a A ： ??? ? ??+-=-r x r x r x A a 1222sin 1802π （3-11）

精馏塔的计算

1 平均温度：—117.02 2 本次设计的一部分是设计苯酐轻组分塔，塔型选用 F1浮阀塔，进料为两组分进料连续型精馏。苯酐为重组分，顺酐为轻组分，从塔顶蒸除去，所以该塔又称为顺酐塔。确定操作条件顺酐为挥发组分, 进料: 所以根据第3章物料衡算得摩尔份率: 5.9072 XF --------- 0.0794 74.4323 X D = X w = 塔顶：塔底：该设计根据工厂实际经验及相关文献给出实际回流比 R=2 (R=)，及以下操作条件：塔顶压力：；塔底压力：；塔顶温度：塔底温度：进料温度：塔板效率： C ； C ； 225 r ； E T = 基础数据整理 (1 )精馏段: 图5-1精馏段物流图 225 171.01 r

1 3 3 75 19 3 3 平均压力：2 30.0 10 10. 10 右 10.0 10 15. 03 10 pa E 时苯酐的密度为1455kg/m 3 (2)提馏段: 平均温度：1 237.02 225 231.01 E 2 入料压力：30 10 互」9 14.9k Pa 75 物料质量流量 kg/h 分子量kg/kmol 摩尔流量kmol/h 内回流 98 V o =34.788O 22.4 779.2512Nm 3 /h 标准状况下的体积: 根据第3章物料衡算，列出精馏段物料流率表如下: 表5-1 精馏段物料流率操作状况下的体积: V 1=779.2512 273 171.01 273 0.101 106 15.03 103 0.101 106 气体负荷: 气体密度: 液体负荷: =Nm 3/h 1103.2112 Cd 3 Vn = 0.3064 m 3 /s 3600 3409.2240 c cccc . , 3 n 3.0903 kg/m 3 1103.2112 3409.2240 3 Ln= ----------- 0.9470 m 3 /s

精馏塔计算方法

目录 1 设计任务书 (1) 1.1 设计题目……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.2 已知条件……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 1.3设计要求………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2 精馏设计方案选定 (1) 2.1 精馏方式选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.2 操作压力的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.4 加料方式和加热状态的选择…………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.3 塔板形式的选择………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.5 再沸器、冷凝器等附属设备的安排…………………………………………………………………………………………………………………………………………… 2.6 精馏流程示意图………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3 精馏塔工艺计算 (2) 3.1 物料衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.2 精馏工艺条件计算……………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 3.3热量衡算………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………………… 4 塔板工艺尺寸设计 (4) 4.1 设计板参数………………………………………………………………………………………………………………………

一年级带过程计算题

小学一年级计算题 16－6＝4＋23＝33＋6＝7＋5＝45－5＝35－7＝44－4＝70＋7＝ 80＋3＝31＋20＝ 34－30＝ 41－6＝65－40＝4＋71＝ 5＋52＝51＋6＝77－6＝40＋50＝37－7＝20＋30＝ 7＋34＝3＋62＝87－7＝ 15－9＝31－4＝28＋6＝ 50—30＝43＋8＝15＋4＝80－60＝ 60－6＝13－8＝23＋30＝23＋7＝41＋6＝40－8＝83－30＝30＋47＝24＋9＝ 3＋46＝ 45－5＝12－9＝ 70－60＝39＋1＝65－40＝8＋24＝30＋10= 10＋18＝6＋14＝ 60－40＝ 10＋59＝4＋19＝8＋11＝99＋0＝12＋8＝72－20＝6＋12＝6＋87＝69＋3＝40-15= 44+6= 9+39= 41+9= 49+9= 36+8= 48-6= 29+8= 39+8= 96－4＝ 97－7＝79＋0＝ 67＋9＝ 90－6＝ 50＋26＝ 98－70＝ 8＋40＝ 62＋8＝ 70－5＝ 46＋4＝ 12－4＝ 45－40＝ 80－30＝ 25＋9＝ 14－8＝ 17－9＝ 72－2＝ 79－70＝ 7＋63＝ 90－9＝ 9＋60＝ 3＋50＝ 26－3＝ 87＋8＝ 43＋30＝ 48＋2＝ 38＋7＝ 44＋5＝ 20＋45＝ 55＋7＝ 47＋3＝ 53－2＝ 25＋8＝ 50＋16＝ 97－60＝ 36＋7＝ 92＋8＝ 32＋40＝ 16－4＝ 75－9＝ 45＋9＝58＋20＝ 62＋7＝ 47－5＝ 54＋4＝ 98－9＝ 4＋76＝ 68－7＝ 73－6＝ 70－3＝ 24－10＝

工艺流程模拟计算

工艺流程模拟计算 1、工艺流程模拟目的（1）物料衡算物料衡算就是根据质量守恒定律确定原料和产品间的定量关系，计算出原料和辅助材料的用量、各种中间产品、副产品、成品的产量和组成以及三废的排放量。物料平衡是进行工艺设计和设备设计的基础，通常在完成物料衡算的基础上才能进行能量衡算，进行工艺方案的比选，指导设备的工艺计算及选型、仪表选型、管道尺寸计算等，完成化工过程的PFD和PID的设计。另外，通过物料衡算还可以分析实际生产过程是否完善，从而找出改造措施来改进工艺流程，达到提高收率、减少副产物和降低三废排放量等目的。（2）能量衡算在生产过程中能量消耗是一项重要的技术经济指标，他是衡量生产方法是否合理、先进的重要标志之一。热量衡算是在物料衡算的基础上依据能量守恒定律，定量表示工艺过程的能量变化，计算需要外界提供的能量或系统可输出的能量，由此确定加热剂或冷却剂的用量、机泵等输送设备的功率以及换热设备的尺寸。此外，通过整个工艺过程的能量衡算还可以得出过程的能耗指标，分析工艺过程的能量利用是否合理，以便节能降耗，提高过程的能量利用水平。工艺专业在完成全过程物料、能量平衡计算后，应把主要物流计算结果列于物料平衡表，也可直接表示在工艺流程图上。 2、工艺流程模拟计算软件（1）工艺装置采用PRO/II软件、ASPEN PLUS软件或HYSYS软件；（2）火炬、装置空气等系统管网应采用INPLANT软件。（3）当以上软件不适用时，可采用其它软件，但应通过工艺室技术组认可、主管副总或主管副总经理审定、公司技术委员会批准。 3、计算基础（1）计算所需的原始数据（如原料组成、产品要求等）。（2）编制计算输入文件应依据确定的工艺流程方案。 4、计算步骤（1）根据工艺流程方案编制计算流程框图；（2）初步确定每个工艺操作单元的操作条件；

苯氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书

苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书（精馏段部分）化学与环境工程学院化工与材料系 2004年5月27日

课程设计题目一——苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为35%（以上均为质量%）。二、操作条件 1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，自选； 3.回流比，自选； 4.塔釜加热蒸汽压力506kPa； 5.单板压降不大于0.7kPa； 6.年工作日330天，每天24小时连续运行。三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.辅助设备的选型与计算； 8.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 9.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压οi p（mmHg）

2.组分的液相密度ρ（kg/m 3）纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 t A 187.1912-=ρ 推荐：t A 1886.113.912-=ρ 氯苯 t B 111.11127-=ρ 推荐：t B 0657.14.1124-=ρ 式中的t 为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m ）双组分混合液体的表面张力m σ可按下式计算： A B B A B A m x x σσσσσ+= （B A x x 、为A 、B 组分的摩尔分率） 4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3×103kJ/kmol 。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示： 38 .01238.012??? ? ??--=t t t t r r c c （氯苯的临界温度：C ?=2.359c t ） 5.其他物性数据可查化工原理附录。附参考答案：苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书（精馏段部分）

统计工作流程

统计工作流程根据集团公司《统计管理制度》的要求，公司为了科学、有效的组织好本公司所属各职能部门的统计工作，确保统计信息资料的准确性、及时性和系统性，发挥统计工作在公司生产经营活动中的重要作用，及时为公司决策层提供准确、可靠的信息，制定统计工作流程。一、统计工作的任务 1、及时收集、整理公司生产经营过程中的有关资料。 2、全面、系统、准确的反映公司生产经营活动的基本情况，并对其进行统计调查、统计整理、统计分析，提供统计资料、实行统计监督。二、统计工作流程 1、财务科、经营科协同完成统计报表的报送工作，保证报表及时报送。 2、财务科要保证在报表报送日期前提供财务报表数据，不得因此延误报表的报送，特殊情况除外。 3、作为数据的来源，财务人员有义务保证所提供数据的准确。 4、统计报表要先由财务人员审核无误后，交由经营主管领

导签字认可。 5、经上级部门反馈统计报表出现错误，应寻找错误根源，及时改正重新上报，并做记录 6、每份报表报送一份，需复印留底，以便查询。 7、统计人员必须严格按统计报表内容的要求填写报表，统一数据的结算时间、指标口径与计算方法。 8、统计人员必须严格按上级部门下发的统计报表填报，按时填报应报报表，不得漏项、漏报，不得进行上报程序外传递。 9、完善统计报表审核手续，保证数据全面准确，各类报表必须由填报人和主管审核人签名加盖公章后方可报出。 10、统计数据必须坚持数出一门，数据准确，有据可查，报送及时。坚决杜绝数出多门的现象，公司对外报出数据须经公司主管领导审核，任何部门、任何个人未经主管领导同意，不得擅自对外报出数据。 11、对外统计公开发表统计数字，在单位统计负责人批准后

精馏塔的计算

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4.３塔设备设计 4.3.1 概述在化工、石油化工及炼油中,由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能,对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额,以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.９3%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多,例如在年产２50万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产6０-120万吨催化裂化装置中占48．９％。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。４.3．2塔型的选择塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。 a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板)接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。 b．填料塔。塔内装有一定高度的填料,是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动;气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。 4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：表4-2 填料塔与板式塔的比较塔型项目填料塔板式塔

pocp计算流程

POCP值的计算 1，安装blast-2.2.21-ia32-win32；Perl安装程序这两个程序，推荐直接装在D盘或F盘，把Eblastp这个文件放在bin文件夹中。 2，序获得自己菌的氨基酸序列（在4_FunctionElement\1_Gene这个文件夹），从NCBI(Assembly)中找到并下载参比菌的氨基酸序列（faa,fas格式均可）。 3，鼠标左键点击开始，在搜索框中输入：cmd，进入dos页面（win8或win10可通过Windows+R直接进入） 4，进入blast程序位置，以F盘为例，找到软件所在的bin文件夹： 5，将两个氨基酸文件分别建库：以Q1，YM01为例： 6，以Q1为待比对序列，YM01为库，进行blastp比对，得出C1值； 7，以YM01为待比对序列，Q1为库，进行blastp比对，得出C2值：

8，利用Perl语言代码，将比对的结果进行筛选输出：(两个结果都要筛选输出) 9，从work文件夹中找到jieguoQ-Y.blast.m8和jieguoY-Q.blast.m8两个文件，打开全选，拷贝到excel表格中，利用if算法再次筛选，得出最后的C1和C2值。10，利用bioedit打开氨基酸序列得出TI和T2值。 11，计算: POCP = （C1+C2）/ （T1+T2）部分代码如下：F:\blast\bin>formatdb.exe –i..\workQ1.faa（建库） F:\blast\bin>formatdb.exe -i..\work YM01.fas F:\blast\bin>blastall.exe -i ..\work\Q1.faa -d ..\work\YM01.fas -o ..\work\jieguo1.blast -p blastp -e 1e-5 -v 1 -b 1（比对） F:\blast\bin>blastall.exe -i ..\work\YMO1.fas -d ..\work\Q1.faa -o ..\work\jieguo2.blast -p blastp -e 1e-5 -v 1 -b 1 F:\blast\bin>perl Eblastp.pl –i..\work\jieguo1.blast -o ..\work\jieguo1.blast.m8 -a 40（筛选） F:\blast\bin>perl Eblastp.pl -i ..\work\jieguo2.blast -o ..\work\jieguo2.blast.m8 -a 40

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算 2、1精馏塔的物料衡算 2、1、1基础数据 (一)生产能力: 10万吨/年,工作日330天,每天按24小时计时。 (二)进料组成: 乙苯212、6868Kmol/h;苯3、5448 Kmol/h;甲苯10、6343Kmol/h 。 (三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01,釜液中甲苯量不大于0、005。 2、1、2物料衡算(清晰分割) 以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ，005.0=W LK x ，表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P65式3-23得: ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ (式2、 1) 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D=226、8659-13、2434=213、6225Kmol/h 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 3、5448 1、5625 2 甲苯 10、6343 4、6875 3 乙苯 212、6868 93、7500 总计 226、8659 100

5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表 2、2精馏塔工艺计算 2、2、1操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式(化工热力学 P199): C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注:压力单位0、1Mpa,温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 3、5448 3、5448 0 2 甲苯 10、6343 9、5662 1、0681 3 乙苯 212、6868 0、1324 212、5544 总计 226、8659 13、2434 213、6225 组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 562、2 48、9 甲苯 92 591、8 41、0 乙苯 106 617、2 36、0 名称 A B C D

流程计算

矿石由两台PJ900*1200颚式破碎机开路粗碎后（粒度350～0mm）提升到主井矿仓缓冲后，由给矿机给到一号皮带，一号皮带头部设有磁滑轮甩岩装置，甩岩后的矿石由二号皮带输送到主厂房使用的六个原储矿仓。矿石自原储矿仓排矿口由皮带机输送到选矿主厂房给入3台Φ5500×1800湿式自磨机，自磨机采取开路磨矿，将矿石排入3台2FCD-24沉没式双螺旋分级机，分级机与3台Φ2700×4000溢流型球磨机组成闭路磨矿。分级机溢流由6台6PNJB胶泵（3台生产，3台备用）给入一段磁选的6台CTB-1024永磁筒式磁选机，磁选精矿自流给入二段磁选的6台CTB-1024永磁筒式磁选机和三段磁选的6台CTB-1024永磁筒式磁选机。磁选精矿自流给入8台GYW-12永磁筒型外滤式真空过滤机行浓缩脱水，脱水后精矿由皮带运输机输送到精矿仓，过滤溢流自流入磁给矿池。中矿

1. 自磨机的选择自磨机拟选用3台Φ5500×1800湿式自磨机 2. 分级设备的选择和计算根据选定的自磨机的台数，分级机也相应的选用3台。并且，根据各个分级机对分级溢流粒度的要求，可选用沉没式螺旋分级机作为分级设备。沉没式螺旋分级机螺旋直径的计算公式： 2 1115 .007.0K mK Q D +-= 式中 Q —按溢流中固体重量计的处理量()d t /； m —分级机螺旋个数； 2K —分级粒度校正系数,取为2.3 1K —矿石密度校正系数，按下式计算： ()1215.01δδ-+=K ,取1.1 ()m D 01.33 .21.176 .7524115.007.0=??? +-=单； ()m D 11.23 .21.1276 .7524115 .007.0=???+-=双。由于单螺旋分级机功率小，返砂量、溢流量都比较小。经过综合考虑所以选用型号为2FC-24Ф2400沉没式双螺旋分级机。按上述方法求出螺旋直径后，还需要验算按返砂中固体重量计的处理量是否满足设计要求，否则改变螺旋转数或磨矿机循环负荷C ，其计算公式为： 311135nD mK Q = 式中1Q —按返砂中固体重量计的螺旋分级机处理量()d t /；

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔的工艺计算精馏塔的物料衡算基础数据（一）生产能力： 10万吨/年，工作日330天，每天按24小时计时。（二）进料组成：乙苯h ；苯 Kmol/h ；甲苯h 。（三）分离要求：馏出液中乙苯量不大于，釜液中甲苯量不大于。物料衡算（清晰分割）以甲苯为轻关键组分，乙苯为重关键组分，苯为非轻关键组分。 01.0=D HK x ， 005.0=W LK x ，表进料和各组分条件由《分离工程》P65式3-23得： ,1 ,,1LK i LK W i HK D LK W z x D F x x =-=--∑ （式2. 1） 2434.13005 .001.01005 .0046875.0015625.08659.226=---+? =D Kmol/h W=F-D= 0681.1005.06225.21322=?==W X W ，ωKmol/h 5662.90681.16343.10222=-=-=ωf d Kmol/h 编号组分 i f /kmol/h i f /% 1 苯 2 甲苯 3 乙苯总计 100

132434.001.02434.1333=?==D X D d ，Kmol/h 5544.212132434.06868.212333=-=-=d f ωKmol/h 表2-2 物料衡算表精馏塔工艺计算操作条件的确定一、塔顶温度纯物质饱和蒸气压关联式（化工热力学 P199）： C C S T T x Dx Cx Bx Ax x P P /1)()1()/ln(635.11-=+++-=- 表2-3 物性参数注：压力单位，温度单位K 编号组分 i f /kmol/h 馏出液i d 釜液i ω 1 苯 0 2 甲苯 3 乙苯总计组份相对分子质量临界温度C T 临界压力C P 苯 78 甲苯 92 乙苯 106 名称 A B C D

精馏塔的计算

4.3 塔设备设计 4.3.1 概述在化工、石油化工及炼油中，由于炼油工艺和化工生产工艺过程的不同，以及操作条件的不同，塔设备内部结构形式和材料也不同。塔设备的工艺性能，对整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及“三废”处理和环境保护等各个方面，都用重大的影响。在石油炼厂和化工生产装置中，塔设备的投资费用占整个工艺设备费用的25.93%。塔设备所耗用的钢材料重量在各类工艺设备中所占的比例也较多，例如在年产250万吨常压减压炼油装置中耗用的钢材重量占62.4%，在年产60-120万吨催化裂化装置中占48.9%。因此，塔设备的设计和研究，对石油、化工等工业的发展起着重要的作用。本项目以正丁醇精馏塔的为例进行设计。 4.3.2 塔型的选择塔主要有板式塔和填料塔两种，它们都可以用作蒸馏和吸收等气液传质过程，但两者各有优缺点，要根据具体情况选择。 a．板式塔。塔内装有一定数量的塔盘，是气液接触和传质的基本构件；属逐级（板）接触的气液传质设备；气体自塔底向上以鼓泡或喷射的形式穿过塔板上的液层，使气液相密切接触而进行传质与传热；两相的组分浓度呈阶梯式变化。 b．填料塔。塔内装有一定高度的填料，是气液接触和传质的基本构件；属微分接触型气液传质设备；液体在填料表面呈膜状自上而下流动；气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相的传质和传热；两相的组分浓度或温度沿塔高连续变化。 4.3.2.1 填料塔与板式塔的比较：表4-2 填料塔与板式塔的比较

4.3.2.2 塔型选择一般原则：选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备性能及塔的制造、安装、运转、维修等。（1）下列情况优先选用填料塔： a.在分离程度要求高的情况下，因某些新型填料具有很高的传质效率，故可采用新型填料以降低塔的高度； b.对于热敏性物料的蒸馏分离，因新型填料的持液量较小，压降小，故可优先选择真空操作下的填料塔； c.具有腐蚀性的物料，可选用填料塔。因为填料塔可采用非金属材料，如陶瓷、塑料等； d.容易发泡的物料，宜选用填料塔。（2）下列情况优先选用板式塔：

VASP的具体计算流程

VASP的具体计算流程 1!open Files 2!read header of POSCAR file 3!read pseudopotentials 4!read INCAR 5!core level shift related items(parses INCAR) 6!loop over different smearing parameters 7!now read in Pseudopotential 8!LDA+U initialisation(parses INCAR) 10!optics initialisation(parses INCAR) 11!Read POSCAR Startjob and Continuation-job 12!diverse INCAR readers 13!exchange correlation table 14!init all chains(INCAR reader) 15!xml finish copying parameters from INCAR to xml file 16!for static calculations or relaxation jobs DYN%VEL is meaningless 17!initialize the symmetry stuff 18!Read KPOINTS 19!at this point we have enough information to !create a param.inc file 20!set the basic quantities in WDES !and set the grids 21!Write all important information 22!write out the lattice parameters 23!write out k-points,weights,size&positions 24!write out initial header for PCDAT,XDATCAR 25!write out initial header for DOS 26!write out initial header for EIGENvalueS

(工艺流程)污水处理厂工艺流程设计计算

1概述 1.1 设计依据本设计采用的主要规范及标准：《城市污水处理厂污染物排放标准（GB18918-2002）》二级排放标准《室外排水设计规范》（1997年版）（GBJ 14-87）《给水排水工程概预算与经济评价手册》 1.2 设计任务书（附后） 2原水水量与水质和处理要求 2.1 原水水量与水质 Q=60000m3/d BOD 5 =190mg/L COD=360mg/L SS=200mg/L NH 3 -N=45mg/L TP=5mg/L 2.2处理要求污水排放的要求执行《城镇污水处理厂污染物排放标准（GB18918-2002）》二级排放标准： BOD 5 ≤30mg/L COD≤100mg/L SS≤30mg/L NH 3 -N≤25（30）mg/L TP≤3mg/L 3污水处理工艺的选择本污水处理厂水质执行《城镇污水处理厂污染物排放标准（GB18918-2002）》二级排放标准，其污染物的最高允许排放浓度为：BOD 5 ≤30mg/L；COD≤100mg/L；SS≤ 30mg/L；NH 3 -N≤25（30）mg/L；TP≤3mg/L。城市污水中主要污染物质为易生物降解的有机污染物，因此常采用二级生物处理的方法来进行处理。二级生物处理的方法很多，主要分两类：一类是活性污泥法，主要包括传统活性污泥法、吸附—再生活性污泥法、完全混合活性污泥法、延时活性污泥法（氧化沟）、AB 工艺、A/O工艺、A2/O工艺、SBR工艺等。另一类是生物膜法，主要包括生物滤池、生物转盘、生物接触氧化法等工艺。任何工艺都有其各自的特点和使用条件。活性污泥法是当前使用比较普遍并且有比较实际的参考数据。在该工艺中微生物在处理单元内以悬浮状态存在，因此与污水充分混合接触，不会产生阻塞，对进水有机物浓度的适应范围较大，一般认为BOD 5 在150—400 mg/L之间时，都具有良好的处理效果。但是传统活性污泥处理工艺在处理的多功能性、高效稳定性和经济合理性方面已经难以满足不断提高的要求,特别是进入90年代以来,随着水体富营养化的加剧,我国明确制定了严格的氨氮和硝酸盐氮的排放标准,从而各种具有除磷、脱氮功能的污水处理工艺:如 A/O工艺、A2/O工艺、SBR工艺、氧化沟等污水处理工艺得到了深入的研究、开发和广泛的应用,成为当今污水处理工艺的主流。该地的污水中BOD 5 在190mg/L左右,要求出水BOD 5 低于30mg/L。在出水的水质中,

精馏塔的工艺计算

2 精馏塔得工艺计算 2、１精馏塔得物料衡算 2、1、1基础数据（一)生产能力: 10万吨/年,工作日３30天,每天按２4小时计时。 (二）进料组成：乙苯21２、6868Km ｏｌ/h;苯３、5448 Kmol/h;甲苯10、63４3Kmo ｌ/h 。（三)分离要求: 馏出液中乙苯量不大于0、01，釜液中甲苯量不大于0、0０5。 2、1、2物料衡算(清晰分割）以甲苯为轻关键组分,乙苯为重关键组分,苯为非轻关键组分。表2、1 进料与各组分条件由《分离工程》P6５式3-23得: ? Km ｏl ／ｈＷ＝F-D ＝２26、865９-13、２434＝ 213、6225Ｋｍol/h Ｋm ｏl/h K ｍo ｌ/h K ｍｏl/ｈ Kmo ｌ／ｈ表2-2 物料衡算表 2、２精馏塔工艺计算 2、2、１操作编号组分 /kmol/h /% 1 苯３、5448 １、5625 2 甲苯 10、６３43 4、6875 ３乙苯 2１2、6868 93、75０0 总计 2２6、86５9 100 编号组分 /km ｏｌ/h 馏出液釜液１苯 3、5448 3、5４48 0 2 甲苯 10、6３43 9、５66２ 1、068１ 3 乙苯 212、６868 ０、13２4 21２、5544 总计２２6、86５9 13、2434 ２13、6２２5

条件得确定一、塔顶温度纯物质饱与蒸气压关联式（化工热力学 P19９): 表2-３物性参数注:压力单位0、1Mp ａ,温度单位Ｋ表２－3饱与蒸汽压关联式数据以苯为例, . 033213.1434.098273.6()434.01()(1?+?-? -=-C S P P In 同理，可得露点方程：,试差法求塔顶温度表2-4 试差法结果统计二、塔顶压力塔顶压力三、塔底温度泡点方程: 试差法求塔底温度组份相对分子质量临界温度临界压力苯 78 562、2 ４8、９甲苯 9２ 59１、8 4１、0 乙苯 106 ６17、2 3６、０名称 A Ｂ C D 苯 -6、9８273 1、33213 -2、628６３ -3、333９９甲苯 -7、28６07 1、3８09１ -２、８3433 -2、７91６８乙苯 -７、4８６45 1、454８8 -3、３7538 -2、2３0４ 8

乙醇水精馏塔设计计算书

精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。本次设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试