to=Ad*Ht*dl/qml[0];
printf("to=%f\n",to);
ho1=0.0056+0.13*(hw+how)-hs;
k=sqrt(ho/ho1);
uo1=uo/k;
printf("uo1=%f ",uo1);
printf("k=%f\n",k);
getch(); /* 此语句请不要删除*/
运行结果：
T=316.127157 pa=1721.300000 p=1726.954833 K=1.003285
p=1444.431702 K=0.839152
a=1.195595 T=325.506221 pa=1772.010000 p=2099.408114 K=1.184761
p=1765.924294 K=.963919
qml=7.257819 qmv=6.963919
Flv=0.225278
c=0.045265 uf=0.179845 Dc=1.720265
At=2.544688 A=2.162985 Ad=0.381703 u=0.114985 m=0.639358 b=0.150000
bs=0.080000 bc=0.050000 d0=0.007000 bd=0.378000 Aa=1.432020 t=0.025200 fi=0.0699
85 Ao=0.100219 uo=2.481671 n=2604
d=0.003000 hb=0.045000 hw=0.040000 lw=1.476000 how=0.029428
┐¬╩╝╨ú║╦
ev=0.000076
co=0.740000 ho=0.068369 Fa=0.738826 be=0.700000 hl=0.048600 hs=0.000558 hf=0.117
527
FI=0.500000 hd=0.006486 Hd=0.193441 Hd1=0.386882
to=12.560091
uo1=1.125695 k=2.204567
附件二 matlab程序2
Lh=0:0.1:100;
q=0:12000;
Vh1=10671-167.*Lh.^(2/3);
Lh2=4.034;
Vh3=(240252+66793;
Vh5=(4153165-62.76.*Lh.^2-87387.*Lh.^(2/3)).^(1/2);
Vh6=18.187.*Lh;
Vh7=895.36;Lh7=49.23;
plot(Lh,Vh1,Lh2,q,Lh,Vh3,Lh4,q,Lh,Vh5,Lh,Vh6);
hold on
plot(Lh7,Vh7,'o');
附录一 主要符号说明
符号 意义与单位 符号 意义与单位
A 塔板上方气体通道截面积 m2 e 单位时间夹带的液沫量 kg/h
Aa 塔板上有效传质区面积 m2 ev 单位质量气体夹带的液沫质量
Ad 降液管截面积 m2 Fa 气体的动能因子kg1/2/(s*m1/2)
Ao 板孔总截面积 m2 Nt 理论塔板数
AT 塔截面积 m2 Np 实际塔板数
b 液体横过塔板流动时的平均宽度 m n 筛孔个数
bc 塔板上边缘宽度 m p 系统总压力 kPa
组分分压 kPa
bd 降液管宽度 m -Δpf 塔板阻力降 N/ m2
bs 塔板上入口安定区宽度 m Φ 热负荷 w(kw)
b’s 塔板上出口安定区宽度 m qnD 馏出液摩尔流量 kmol/h
C 计算液泛速度的负荷因子 qnF 进料摩尔流量 kmol/h
C20 液体表面张力20mN/m时的负荷因子 qm 质量流量 kmol/h
Co 孔流系数 qnL 液相摩尔流量 kmol/h
D 塔径 m qnv 气相摩尔流量 kmol/h
do 筛孔直径 m qnW 釜液摩尔流量 kmol/h
ET 塔板效率
液流收缩系数 qVLh 液相体积流量 m3 /h
qVLs 液相体积流量 m3 /s hσ 克服液体表面张力的阻力 m
qVVh 气相体积流量 m3 /h how 堰上方液头高度 m
qVVs 气相体积流量 m3 /s hw 堰高 m
R 回流比 K 相平衡常数
r 摩尔汽化潜热 kj/kmol k 塔板的稳定性系数
T 热力学温度 K lw 堰长 m
t 摄氏温度 ℃ M 摩尔质量 kg/kmol
FLV 两相流动参数 ρ 密度 kg/m3
f 汽化分数 σ 液体表面张力 mN/m
Hd 气相摩尔焓 kj/kmol τ 时间 s
H’d 降液管内清液层高度 m Φ 降液管中泡沫层的相对密度