旋风分离器计算程序
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多组分平衡级分离过程计算
ASPEN PLUS的简捷法精馏塔设计——练习
练习题4-2（P141）：设计一个丙烷精馏塔，操作平均压力为22 atm，进料为汽、液混合物，其中气相占60%，进料组成为甲烷0.26、乙烷0.09、丙烷0.25、正丁烷0.17、正戊烷0.11和正己烷0.12（摩尔分数），塔顶设一全凝器，塔釜有再沸器，要求丙烷在塔釜的收率不大于0.04，丁烷在塔顶的收率不超过0.0175，确定该精馏塔的理论板数、回流比、塔顶和塔釜的采出量及换热器的热负荷。
ASPEN PLUS中的简捷法精馏塔设计模型
模型
描述
目的
用于
DSTWU
使用Winn–Underwood- Gilliland 方法设计简捷法蒸馏
确定最小回流比、最小级数或者实际回流比、实际级数
一个进料物流和两个产品物流的塔
Distl
使用Edmister方法进行简捷法蒸馏核算
确定以回流比、级数、馏出与进料比为基准的分离程度
02.
平衡反应（Equilibrium）
03.
速率控制反应（Rate-controlled）
04.
电解质反应（Electrolytic ）
RadFrac模拟发生化学反应的塔
RadFrac流程的连接（Connectivity）
进料流股(Feeds) 侧线流股(Side-draws) 换热器(Heaters) 倾析器(Decanters) 泵循环(Pumparounds)
用户模型
User User2
用户提供的单元操作模型 用户提供的单元操作模型
多组分单级分离过程
多组分多级分离塔的简捷计算
多组分多级分离塔的严格计算 核算型（精馏塔参数——〉分离性能？） 设计型（分离性能——〉精馏塔结构尺寸？）
各种输送方式及计算公式讲解
1、送供料器
• （2） 双层排料阀式供料器：简称双层供料管，将料封压力
门重叠的结构，图d
• （3）旋转式供料器：靠叶轮在机壳内旋转排料和闭风，图b
• 旋转式供料器输送量： G＝60 n ф vρ（公斤/时〕
• （4） 螺旋式供料器：结构原理同螺旋输送器 • 供料量： G＝15π(D²－d²）S n ф ρ（公斤/时〕 • （5） 吸嘴：有单筒吸嘴和双筒吸嘴 • （6） 三通式接料器：有水平三通式、直立式三通式 • （7）诱导式接料器：使用于低压系统，料气混合好，阻力小
h 2
• 包络线与水平轴线的交点e的坐标
X 最大＝ r斗
r斗2 h2 h
• 出料口下边到轮子水平轴线的距离
Z (1.5～2)r轮
六、气力输送装置
• 输送原理：利用气流的能量，使粉体物料沿管道移动。 • 一、气力输送的特点和分类： • 1、优点：结构简单，工艺布置灵活，输送距离大，密封性
好，适应性广，自动化程度高，生产 率 高。 • 2、缺点：
农产品加工机械与设备
– 输送机械与设备 – 清理与分级机械 – 分离机械 – 尺寸减小机械 – 混合与均质机械 – 食品成型机械
－换热设备 －真空浓缩设备 －干燥设备 －食品包装机械 －冷冻机械与设备
第一章 物料输送机械与设备
• 第一节 固体物料输送设备:
– 带式输送机， – 螺旋输送机， – 振动式输送机， – 刮板输送机， – 斗式提升机， – 气力输送装置。
• （二）生产率和功率消耗
•
1．生产率振动式输送机的生产率可用下式计算：
•
Q＝ 3600bhvρ （t／h）
• 式中b—振槽的宽度（m）；h—物料层厚度（m)；ρ ―物料密度（t／m３）；
各种输送方式及计算公式汇总
• （二）生产率和功率消耗
•
1．生产率振动式输送机的生产率可用下式计算：
•
Q＝ 3600bhvρ（t／h）
• 式中b—振槽的宽度（m）；h—物料层厚度（m)；ρ―物料密度（t／m３）；
•
v——物料在槽面上的移动速度（m／s）。
• v可由下式求出：
•
v＝0.21rnftgα(m／s）
• 式中r －－曲柄半径（m）； n——曲柄转速即振动O 2 型.
• （2）生产率和功消耗：
生产率：Q＝3600 b H Vρη 功消耗：N＝K T V /ηM（千瓦〕
五、斗式提升机
斗式提升机
• 功能：垂直提升粉粒体、小块状物料 • 特点：提升高度大，占地面积小，密封好 • （一）构造
组成：由牵引带、料斗、张紧装置、机壳及装卸装置构成 料斗：有底、无底 牵引带：平皮带、链条
H
)
• （3） 输送倾角在45～90º之间时： N2＝（2～3〕N1
（二）垂直螺旋输送机
工作原理
• 2、垂直输送物料所受的力 • 1）重力 m g 铅垂向下 • 2）离心力 m rω2 径向 • 3）切向摩擦力 f m rω2 水平 • 4）斜面摩擦力 F 沿着斜面 • 5）斜面反力 N 垂直于斜面 • mg分解成 F方向m g sinα
•
f——物料对槽的摩擦系数； α――摇臂与垂线间夹角。
•
2．功率消耗 振动式输送机所需的功率为消耗于使输送机产生振动
及物料运动的功率之和，即
N Gn3r QL (kW)
5440 367
• 式中G——输送机振动部分的质量（t）； n——输送机振动频率（r／min）； • r —曲柄半径（m)； Q——物料输送量（t／h）； • L－输送机长度（m）； • μ——阻力系数。
旋风分离器的操作与维护保养
四、旋风分离器的操作
（二）旋风分离器的投用：
1、对分离器做最后的检查，确保处于完好备投状态； 2、打开压力表等测量仪表的仪表阀； 3、缓慢打开旋风分离器进口阀，听到有过气声后即停止开启， 使旋风分离器中的压力逐渐升高； 4、在升压过程中要持续验漏，如果存在泄漏，立即停止升压， 关闭进口阀根据泄漏位置确定维修方案。维修完毕后再进行 进一步升压操作； 5、当旋风分离器与进口阀前压力平衡后，依 次打开进、出口阀门； 6、分离器内压力稳定后，观察压力并作记录 ，注意分离器运行是否正常，有无异常声音。
三、旋风分离器的工作原理
四、旋风分离器的操作
（一）旋风分离器通气前的检查： 1、确认旋风分离器安装正确，人孔、排污口法兰连 接紧固。 2、确认旋风分离器上的压力表显示正确，在检定有 效期之内，否则进行检定或更换。 3、确认排污阀、放空阀、喷淋清洗口已按要求关闭。 4、确保各部件连接处密封良好，紧固件齐全、完好。 5、检查分离器底部的阀套式排污阀、球 阀及其手动机构是否完好（如有必要 可拆开检查），否则进行处理。
六、旋风分离器的维护保养
8、干燥结束后盖好盖子，清除盲板及压圈接触面的污物、 锈渍，涂润滑脂，更换缠绕垫片，并关上盲板，检查盲 板上沿是否和分离器人孔上沿平齐，否则调整盲板；上 好螺栓和拧紧螺母，关闭排污阀； 9、打开分离器上游阀门对分，则进行紧固。9、关闭 分离器上游阀门及排污阀，作为备用，或恢复分离器生 产工艺流程； 10、整理工具、收拾现场； 11、向调控中心汇报清洗维护操作的具体时间和清洗维 护情况。
四、旋风分离器的操作
（三）分离器运行中的检查：
1、检查分离器的压力、温度、流量，查看是否在分离器所要 求的允许范围内，否则上报调控中心或值班领导并作记录。 2、及时记录分离器各处压力、温度及流量参数，检查是否正 常。 3、如果旋风分离器前后压差过高（>0.2Mpa）时或者出现 其它异常情况时，应立即切换备用分离器，停运事故分离器， 按排污程序先将设备进行放空降压，然后打开排污 阀排污，注意倾听管内流动声音，一旦有气流声， 马上关闭排污阀。如果差压仍未恢复到正常范 围，那么应及时报告调控中心及有关领导组 织维修。
130t循环流化床excel计算程序
33
未脱硫时的飞灰份额
34
脱硫工况时的飞灰份额
35
分离效率
36
灰循环倍率
37
分离器前飞灰的份额
38
脱硫后SO2的排放浓度
39
脱硫效率
40
误差
3、130t/h CFB锅炉热力计算 3.1 锅炉设计参数
序号
名称
1
最大连续蒸发量
2
过热蒸汽压力
3
过热蒸汽温度
4
喷水量
5
工质流量
6
给水温度
QA QT QDar V0 V0d V0D V0N2 V0dN2 V0DN2 VRO2 VdCO2 VDSO2 VDRO2 V0H2O V0DH2O FG AfCaCO3 Ad
ACaO ACaSO4
ADar ad aDd af aDf ηf an a μDSO2 ηSO2
η
符号 DMCR pgr t''gr Dp Dd tgs
7
热空气温度
8
排烟温度
9
冷空气温度
10
锅筒蒸汽压力
11
给水压力
12
锅炉排污率
13
锅炉排污流量
14
燃烧方式
3.2 锅炉热平衡及燃料和石灰石消耗量
1
可支配热量
h δ L tqd假 tqpj a
30
床辐射放热系数
αh
31
床总放热系数
α
32
材料导热系数
λ
33
鳍片传热周界截面积
f
34
鳍片m值
m
35
鳍基温度差
θ1
36
鳍端温度差
37
鳍端计算温度
第四章 aspen多组分平衡级分离过程计算(一)
第 10 页
Sep --- 组份分离器
Sep 模块可以接受多股输入物流，输出多 股物流，并把输入混合物中的各个组份分别按 照指定的比例分配到每一股输出物流中去。
第 11 页
第 12 页
4.1.2 闪蒸的理论模型
单级蒸馏过程，使进料混合物部分汽化或冷凝得到含易挥发 组分较多的蒸汽和含难挥发组分较多的液体。
简单分离单元模型：Separators
塔设备单元模型：Columns
第 6 页
简单分离单元模型包含五个模块：
两相闪蒸器： Flash2
三相闪蒸器：Flash3
倾析器：Decanter
组份分离器：Sep
两出口组份分离器：Sep2
第 7 页
Flash2 两相闪蒸器
Flash2 模块执行给定热力学条件下的汽-液平衡或汽-液液平衡计算，输出一股汽相和一股液相产物。用于模拟闪蒸 器、蒸发器、分液罐等。
固体
Crystallizer Crusher Screen FabFl Cyclone Vscrub ESP HyCyc CFuge Filter SWash CCD User User2
除去混合产品的结晶器 固体粉碎器 固体分离器 滤布过滤器 旋风分离器 文丘里洗涤器 电解质沉降器 水力旋风分离器 离心式过滤器 旋转真空过滤器 单级固体洗涤器 逆流倾析器 用户提供的单元操作模型 用户提供的单元操作模型
i 1 i 1
c
c
热量衡算式（Heat balance）
FH F Q LH L VHV
其他关联式 ： 相平衡常数（Ki） 气相摩尔焓（HV） 液相摩尔焓（HL）
第 14 页
流股输入表单
第 15 页
旋风分离器原理和结构
出气口出气口进气口进气口人孔人孔旋风分离组件旋风分离组件集气室集气室集污室集污室布气室布气室一设备结构及特点旋风子结构示意图旋风子结构示意图二工作原理首先气体从进料口进入分离器进料布气室经过旋风子支管的碰撞折流使气流均匀分布流向旋风子进气口
目录
一、设备结构及特点
二、工作原理 三、操作方法 四、常见故障及处理 五、维护保养 六、注意事项
• • • •
六、注意事项
• 打开快开盲板进行泥沙和FeS粉清理时采用湿式作业， 容器内注入洁净水，水量约为容器容积的10％。检修完 成后应对分离器内部进行充分干燥，才能恢复使用；同 时操作人员要采用必要的防护措施，现场要有人员监护 作业。 作好清洗维护的记录，以便确定清洗维护的周期。 旋风分离器正常投产后，一般每年停运检查一次。 如果为投产初期，应根据具体情况及时进行旋风分离器 的排污，进行污物的粗分离，为下游过滤式分离器的工 作提供良好的环境。现场应准备充足的备品备件，以便 随时更换。
三、操作方法
4.3排污周期
观察站场分离器液位计，根据液位计的显示 值来确定排污周期。 分离器前后压差大于0.2MPa时进行排污操作
四、常见故障及处理
1、 法兰或连接处泄漏运行或升压过程中，使用皂 液法检查，发现泄漏时必须立即切换流程，停 运事故分离器，然后进行放空排污操作，压力 降为零后方可进行维修操作。 2、 分离器前后压差增大或流量减小； 运行过程中，由于天然气杂质增多或固体颗粒 较多，引起分离器前后压差增大，当超过 0.2MPa时，表明分离器内部出现堵塞，应及时 停运进行检修。若2台以上分离器同时运行时， 当某台分离器后的流量计的流量值比其它支路 小30％（此设定值可在运行时调整）时，表明 这路分离器可能堵塞，需进行检修。
目录
一、设备结构及特点
二、工作原理 三、操作方法 四、常见故障及处理 五、维护保养 六、注意事项
• • • •
六、注意事项
• 打开快开盲板进行泥沙和FeS粉清理时采用湿式作业， 容器内注入洁净水，水量约为容器容积的10％。检修完 成后应对分离器内部进行充分干燥，才能恢复使用；同 时操作人员要采用必要的防护措施，现场要有人员监护 作业。 作好清洗维护的记录，以便确定清洗维护的周期。 旋风分离器正常投产后，一般每年停运检查一次。 如果为投产初期，应根据具体情况及时进行旋风分离器 的排污，进行污物的粗分离，为下游过滤式分离器的工 作提供良好的环境。现场应准备充足的备品备件，以便 随时更换。
三、操作方法
4.3排污周期
观察站场分离器液位计，根据液位计的显示 值来确定排污周期。 分离器前后压差大于0.2MPa时进行排污操作
四、常见故障及处理
1、 法兰或连接处泄漏运行或升压过程中，使用皂 液法检查，发现泄漏时必须立即切换流程，停 运事故分离器，然后进行放空排污操作，压力 降为零后方可进行维修操作。 2、 分离器前后压差增大或流量减小； 运行过程中，由于天然气杂质增多或固体颗粒 较多，引起分离器前后压差增大，当超过 0.2MPa时，表明分离器内部出现堵塞，应及时 停运进行检修。若2台以上分离器同时运行时， 当某台分离器后的流量计的流量值比其它支路 小30％（此设定值可在运行时调整）时，表明 这路分离器可能堵塞，需进行检修。
第四章多组分平衡级分离过程计算
第四章 多组分平衡级分离过程计算
（一）
ASPEN PLUS的单元操作模型（1）
类型 混合器/分流器 分离器
换热器(Chap 5)
塔(Chap4)
模型
Mixer Fsplit Ssplit
Flash2 Flash3 Decanter Sep Sep2
Heater HeatX MHeatX Hetran Aerotran
简单分离单元模型：Separators 塔设备单元模型：Columns
简单分离单元模型包含五个模块：
两相闪蒸器： Flash2 三相闪蒸器：Flash3 倾析器：Decanter 组份分离器：Sep 两出口组份分离器：Sep2
Flash2 两相闪蒸器
Flash2 模块执行给定热力学条件下的汽-液平衡或汽-液液平衡计算，输出一股汽相和一股液相产物。用于模拟闪蒸 器、蒸发器、分液罐等。
Pump Compr Mcompr Pipeline Pipe Valve
Mult Dupl ClChong
说明
平衡反应器 化学计量反应器 收率反应器 平衡反应器 连续搅拌罐式反应器 活塞流反应器 间歇反应器
泵/液压透平 压缩机/透平 多级压缩机/透平 多段管线压降 单段管线压降 严格阀压降
物流倍增器 物流复制器 物流类变送器
简捷蒸馏设计 简捷蒸馏核算 严格蒸馏 严格液-液萃取器 复杂塔的严格蒸馏 石油的简捷蒸馏 石油的严格蒸馏 非平衡级连续蒸馏 严格的间歇蒸馏
p182
ASPEN PLUS的单元操作模型（2）
类型
反应器(Chap 6)
压力变送器
手动操作器
模型
REquil RStoic RYield Rgibbs RCSTR RPlug RBatch
（一）
ASPEN PLUS的单元操作模型（1）
类型 混合器/分流器 分离器
换热器(Chap 5)
塔(Chap4)
模型
Mixer Fsplit Ssplit
Flash2 Flash3 Decanter Sep Sep2
Heater HeatX MHeatX Hetran Aerotran
简单分离单元模型：Separators 塔设备单元模型：Columns
简单分离单元模型包含五个模块：
两相闪蒸器： Flash2 三相闪蒸器：Flash3 倾析器：Decanter 组份分离器：Sep 两出口组份分离器：Sep2
Flash2 两相闪蒸器
Flash2 模块执行给定热力学条件下的汽-液平衡或汽-液液平衡计算，输出一股汽相和一股液相产物。用于模拟闪蒸 器、蒸发器、分液罐等。
Pump Compr Mcompr Pipeline Pipe Valve
Mult Dupl ClChong
说明
平衡反应器 化学计量反应器 收率反应器 平衡反应器 连续搅拌罐式反应器 活塞流反应器 间歇反应器
泵/液压透平 压缩机/透平 多级压缩机/透平 多段管线压降 单段管线压降 严格阀压降
物流倍增器 物流复制器 物流类变送器
简捷蒸馏设计 简捷蒸馏核算 严格蒸馏 严格液-液萃取器 复杂塔的严格蒸馏 石油的简捷蒸馏 石油的严格蒸馏 非平衡级连续蒸馏 严格的间歇蒸馏
p182
ASPEN PLUS的单元操作模型（2）
类型
反应器(Chap 6)
压力变送器
手动操作器
模型
REquil RStoic RYield Rgibbs RCSTR RPlug RBatch
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旋风 分离
备注
6A.1示例中的计算值,HOFFMAN等2001年的实验数据,使用时将此 SHEET整体COPY成一个副本,进行计算
尺寸参数
(m)
计算结果
50切割粒径
8.07
微米
D
外径
D
0.075
总效率
26%
内径
Dx
0.030
粒径
效率 进口组成
出口
放料口直径
Dd
0.060
微米
eff
%
1
0%
13.50%
Vin Theta
Co alpha Rm Vzw
Ar Vow Vocs Vom ReR Vx
53.333 m/s 0.533333333 -
0.004 0.576 0.024 m 13.588 m/s 0.029 m^2 67.86 m/s 18.53 m/s 35.46 m/s 5695.8 56.62 m/s
Din50 D50 CC0>0=L0. C0<10.1
8.000 MU 8.07 mu
0.00578 kg/kg 0.01541 kg/kg 0.00578 kg/kg
迭代计算程序 相对粗糙度 插值得桶体摩擦系数 预计总效率 升气管弗劳德数 总摩擦系数
Ks/R fair eff Frx f
内旋涡旋转速度计算值 #NAME? #NAME?
0.000
b
进料口宽度
b
0.020
2
0%
16.50%
0.000
进料口高度
a
0.038
3
1%
14.00%
0.001
4
3%
9.00%
0.003
总高
Ht
0.090
5
8%
10.00%
0.008
a
DX
Dx
锥体高度
Hc
0.060
6
19%
6.00%
0.011
空间高度
Hi
0.030
7
33%
6.00%
0.020
Hg
V0w
升气管底与进料口高差 Hg
进气平均半径
Rin
0.023 0.028
8
49%
9
63%
3.00% 3.00%
0.015 0.019
空气密度
1.2 kg/m^3
10
75%
2.00%
0.015
V0cs
空气粘度
1.80E-05 Pa.S
15
96%
2.00%
0.019
器壁粗糙度
Ks
0.046 mm
20
99%
5.00%
#NAME? pa
90 100%
-
堆积密度度
Rho_b
1365 kg/m^3
100 100%
-
>100
-
1.00
0.26
Muschelknautz Model Calculation
进口中 位径
8
微米
Dd Rin
入口速度 T因子 颗粒/气体 (m/m) 入口收缩系数 几何平均半径 器壁表面轴向速度 摩擦阻力总面积 器壁表面切向速度 内旋涡旋转速度 气体平均旋转速度 旋风分离器ReR 升气管中气流速度 分离效率 进口中位径 切割粒径 极限浓度
压降计算 分离器中损失 旋转涡核与升气管损失 加速压力损失 总压力损失
V0cs
Target
dP_body dP_x
dP_acc Total
0.00123 #NAME? -
95% 104.418 #NAME? -
#NAME?
手工迭代!
m/s
#NAME? <0.1
#NAME? pa 5353.998 pa 217.445 pa
0.049
30 100%
4.00%
0.040
Ht
40 100%
3.50%
0.035
操作参数
50 100%
2.60%
0.026
60 100%
-
空气体积流量Байду номын сангаас
Q
144 m^3/hr
70 100%
-
Hi
V0cone
颗粒浓度
C
0.005 kg/m^3
80 100%
-
Dcone
Hc
粉尘真密度
Rho_p
2730 kg/m^3
备注
6A.1示例中的计算值,HOFFMAN等2001年的实验数据,使用时将此 SHEET整体COPY成一个副本,进行计算
尺寸参数
(m)
计算结果
50切割粒径
8.07
微米
D
外径
D
0.075
总效率
26%
内径
Dx
0.030
粒径
效率 进口组成
出口
放料口直径
Dd
0.060
微米
eff
%
1
0%
13.50%
Vin Theta
Co alpha Rm Vzw
Ar Vow Vocs Vom ReR Vx
53.333 m/s 0.533333333 -
0.004 0.576 0.024 m 13.588 m/s 0.029 m^2 67.86 m/s 18.53 m/s 35.46 m/s 5695.8 56.62 m/s
Din50 D50 CC0>0=L0. C0<10.1
8.000 MU 8.07 mu
0.00578 kg/kg 0.01541 kg/kg 0.00578 kg/kg
迭代计算程序 相对粗糙度 插值得桶体摩擦系数 预计总效率 升气管弗劳德数 总摩擦系数
Ks/R fair eff Frx f
内旋涡旋转速度计算值 #NAME? #NAME?
0.000
b
进料口宽度
b
0.020
2
0%
16.50%
0.000
进料口高度
a
0.038
3
1%
14.00%
0.001
4
3%
9.00%
0.003
总高
Ht
0.090
5
8%
10.00%
0.008
a
DX
Dx
锥体高度
Hc
0.060
6
19%
6.00%
0.011
空间高度
Hi
0.030
7
33%
6.00%
0.020
Hg
V0w
升气管底与进料口高差 Hg
进气平均半径
Rin
0.023 0.028
8
49%
9
63%
3.00% 3.00%
0.015 0.019
空气密度
1.2 kg/m^3
10
75%
2.00%
0.015
V0cs
空气粘度
1.80E-05 Pa.S
15
96%
2.00%
0.019
器壁粗糙度
Ks
0.046 mm
20
99%
5.00%
#NAME? pa
90 100%
-
堆积密度度
Rho_b
1365 kg/m^3
100 100%
-
>100
-
1.00
0.26
Muschelknautz Model Calculation
进口中 位径
8
微米
Dd Rin
入口速度 T因子 颗粒/气体 (m/m) 入口收缩系数 几何平均半径 器壁表面轴向速度 摩擦阻力总面积 器壁表面切向速度 内旋涡旋转速度 气体平均旋转速度 旋风分离器ReR 升气管中气流速度 分离效率 进口中位径 切割粒径 极限浓度
压降计算 分离器中损失 旋转涡核与升气管损失 加速压力损失 总压力损失
V0cs
Target
dP_body dP_x
dP_acc Total
0.00123 #NAME? -
95% 104.418 #NAME? -
#NAME?
手工迭代!
m/s
#NAME? <0.1
#NAME? pa 5353.998 pa 217.445 pa
0.049
30 100%
4.00%
0.040
Ht
40 100%
3.50%
0.035
操作参数
50 100%
2.60%
0.026
60 100%
-
空气体积流量Байду номын сангаас
Q
144 m^3/hr
70 100%
-
Hi
V0cone
颗粒浓度
C
0.005 kg/m^3
80 100%
-
Dcone
Hc
粉尘真密度
Rho_p
2730 kg/m^3