年产10万吨燃料乙醇装置液化岗位物、热、水平衡计算及螺旋板面积、阻力计算

1、精选优质文档-倾情为你奉上10万吨/年燃料乙醇装置液化岗位物料、热量、用水平衡及热工计算(加水比例1：2.4)已知条件：1、原料商品木薯，淀粉含量68 %，含水14 %，即:干基淀粉含量79.07%，干物质含量86%。2、年产99%（v/v）燃料乙醇10万吨，年作业时间300天，即：每天产99%（v/v）酒精333.33吨，每小时产99%（v/v）酒精13.89吨。99%（v/v）98.37(w/w)，密度：0.7943g/ml。3、冷冻水温度15，循环水温度30（夏天），一次水温度30。4、淀粉的理论出酒率酒精的理论得率可以根据酒精发酵的反应式计算得到： 162 18 2×46 2

2、×44根据上述反应式，可算出每100公斤淀粉理论上应产无水酒精的数量为： 因为燃料乙醇含杂质及水分较高，现以99%（V）的燃料乙醇作为计算淀粉出酒率的基准。这样，100淀粉理论上可产99%（V）的燃料乙醇量为： 式中0.9837是换算系数，意思是每时每10099%（V）酒精中有98.37纯酒精即与99%（V）相应的重量百分比，98.37%（W）。57.7399%(V)燃料乙醇的出酒率是按公式计算得到的100纯淀粉的出酒率，称为淀粉的理论出酒率。第1章料、热、水平衡计算：一、粉碎岗位计算生产13.89吨/h99%（v/v）燃料酒精需淀粉量：13.89÷57.73%=24.06

3、吨/h。但在实际生产过程中会发生各种淀粉损失：1、粉碎过程粉尘损失占淀粉总量的0.5%。2、蒸煮过程损失，若采用低温蒸煮可以不计。（随着蒸煮压力高低和时间长短，这种损失可以达0.54%。）大约以0.5%计。3、酵母生产繁殖消耗淀粉占淀粉总量的2.5%。4、发酵过程中生成甘油、酯、醛、酸消耗淀粉占淀粉总量的3.5%。5、二氧化碳带走酒精损失占淀粉总量的0.5%。6、发酵成熟醪液残总糖占淀粉总量的4.0%。7、蒸馏损失淀粉占淀粉总量的1.0%。总损失率：0.5+0.5+2.5%+3.5+0.5+4.0+1.0+=12.5%即：生产过程淀粉损失占淀粉总量12.5%则实际生产13.89吨/h99%（v

4、/v）燃料酒精需淀粉量：24.06÷（1-12.5%）=27.50吨/h需投入木薯量：27.50÷68%=40.44吨/h，即投入干物质：40.44×86%=34.78吨/h木薯淀粉实际出酒率：13.89÷27.50=50.51%粉碎岗位数据表投入原料量吨/h干物质量吨/h木薯含水率%木薯含水量 吨木薯淀粉含量%木薯淀粉总量吨/h淀粉出酒率%40.4434.78145.666827.550.51一、 调浆罐计算有专家专门做过浓醪发酵研究，发酵工艺不用大调整下，糖化醪的含葡萄糖浓度在1822%（即加水比为1：31：2.4）时发酵周期和原料利用率最高，超过2

5、2%由于底物抑制作用，发酵时间延长、原料利用率明显下降，需要调整工艺，故取加水比为1：2.4，成熟醪酒份约在13.5%（v）。以商品木薯含水14%，经粉碎后，在调浆罐进行调浆，加水比例为1比2.4，则料浆量为：40.44×（12.4）= 137.5吨/t 加水量为： 40.44×2.497.1吨/t干物质含量为：B=34.78÷137.5=25.3% 查锤度_密度对照表得温度更正后密度约为1090 kg/m3，则 料浆流量约为：137.5÷1.09=126.1m³/h干物质含量B=86%的木薯比热为:Cs=4.18(1-0.7B)=4.18(1

6、-0.7×0.86)=1.66kJ/(kg·K)根据液化醪比热经验公式：C0=CsB/100+Ce(100-B)/100料浆的比热：C0=1.66×25.3%+4.18×(100-25.3)%=3.55kJ/式中：Cs为木薯原料干物质比热 Ce为水的比热，取4.18 kJ/木薯的比热：Cm=CsB/100+Ce(100-B)/100=1.66×86%+4.18×(100-86)%=2.01kJ/式中：Cs为木薯原料干物质比热 Ce为水的比热，取4.18 kJ/设：木薯温度为25，拌料热水温度为45，则 拌料后料浆温度： GmCm(t1

7、-to)=W水Ce(T水-t1) 原料与水1:3混合后料浆温度为 t1(2.4×45×4.18+1×2.01×25)/(1×2.01+2.4×4.18)42式中：Cm为木薯的比热为2.01kJ/ Gm为木薯的质量调浆罐物料数据表投入原料量吨/h干物质量吨/h加水量吨/h料浆干物质浓 %42料浆量吨/h42料浆量m³/h料浆比热kJ/40.4434.7897.125.3137.5126.13.55三、初液化罐工艺计算设：42的料浆经过液化醪换热器加温后出来约57，再经过料浆喷射器后温度约65；初液化罐的工艺操作条件为：8590

8、，暂设料浆经过初液化罐温度为88；停留罐的工艺操作条件为：98102，暂设停留罐初液化醪温度为100，经过闪蒸器后初液化醪温度降为92，92的蒸汽汽化热=2278kJ/kg。设：加热蒸汽压力0.5Mpa(表压)，蒸汽汽化热=2760kJ/kg。 1、料浆经过料浆喷射器后的料浆量后料浆量=料浆量料浆量×粉浆比热×温差÷汽化热 = 137.5137.5×3.55×（6557）÷2278.2吨/h初液化醪经过闪蒸器后水汽蒸发量：164.09161.761.7吨/ h经过闪蒸器后干物质浓度：34.78÷.225%经蒸煮后醪液比热：C

9、=1.66×25%+4.18x(1-25%)3.55kJ/2、初液化罐经过蒸汽加热后初液化醪量为：初液化醪量=后料浆量后料浆量×后粉浆比热×温差÷蒸汽热焓加热后温度热焓=.2.2×3.55×（8865）÷（276088×4.18）=143.95吨/h 需加热蒸汽量：143.95.24.75吨/h经过蒸汽加热后干物质浓度：34.78÷143.9524.2%经蒸煮后醪液比热：C=1.66×24.2%+4.18×(1-24.2%)3.57kJ/初液化罐物料数据表初液化醪量吨/h干物质量吨/h

10、加热后温度加热蒸汽消耗量吨/h前液化干物质浓度 %前液化醪比热kJ/143.9534.78884.7524.23.57四、停留罐工艺计算88初液化醪经过喷射加热器加热到100进入停留罐液化约20分钟，液醪经闪蒸出来92进入末液化罐。加热蒸汽压力0.5Mpa(表压)，蒸汽热焓I=2760kJ/kg。经过喷射加热后液化醪量为：液化醪量=初液化醪量初液化醪量×初液化醪比热×温差÷蒸汽热焓加热后温度143.95143.95×3.57×（10088）÷（2760100×4.18）146.58吨/h需加热蒸汽量：146.58143.95

11、2.63吨/h液化岗位总蒸汽量：4.752.637.38吨/h经过蒸煮后干物质浓度：34.78÷146.5823.7%经蒸煮后醪液比热： C=1.66×23.7%+4.18×(1-23.7%)3.58kJ/停留罐物料数据表液化醪量吨/h干物质量吨/h加热后温度蒸汽消耗量 吨/h液化醪干物质浓度%前液化醪比热kJ/液化总蒸汽量 吨/h146.5834.781002.6323.73.587.38五、末液化罐工艺计算液化醪经闪蒸器出来后温度降至92进入末液化罐，92的蒸汽汽化热=2278kJ/kg。液化醪经过料闪蒸器后进入末液化罐的醪量末液化液量=液化醪量-液化醪量&#

12、215;液化醪比热×温差÷汽化热=146.58-146.58×3.58×(10092)÷2278144.74吨/h初液化醪经过闪蒸器后水汽蒸发量：146.58144.741.84吨/ h同前面计算的蒸发量相差不大，前面的工艺计算结果不作调整。经过闪蒸器后干物质浓度：34.78÷144.7424.0% 查锤度_密度对照表得温度更正后密度约为1080 kg/m3，则 料浆流量约为：144.74÷1.08=134.0 m³/h末液化醪液比热：C=1.66×24%+4.18×(1-24%)3.57kJ/

13、末液化罐物料数据表末液化醪量 吨/h末液化醪流量 m³/h 干物质量 吨/h末液化温度 醪液蒸发量 吨/h干物质浓度 %末液化醪比热 kJ/144.74134.034.78921.84243.57第2章 热工计算（计算出螺旋板换热面积和冷却水用量）现年产10万吨燃料乙醇项目已初步选定:液化醪换热器1台、液化醪冷却器1台，冷却面积都150m2/台、材质都是304、板宽1.5m、通道宽道24mm的可拆式螺旋板换热器，下面通过热工计算来验证是否满足生产要求。计算中用到的符号和参数说明F 螺旋板换热器面积 m2 B 螺旋板板宽 1.5mb 螺旋板截面通道宽度 0.024mC浆 料浆比热 3.

14、55kJ/C液 液化醪比热 3.57kJ/C水 水比热（40） 4.17kJ/de 通道当量直径 mmK 螺旋板总传热系数 KW/m2. L 螺旋板板长 m Q 热负荷 KJ/h t 温度 u 流体流速 m/s V 流体流量 m3/h W 流体质量流量 Kg/h 流体密度 kg/m3水 水的密度（37） 993.3kg/m3 浆 料浆的密度 1090kg/m3 液 液化醪的密度 1080kg/m3 流体的导热系数 W/(m.)水 水的导热系数（37） 0.63 W/(m.)3 304钢板的导热系数 17 W/(m.)网上找不到计算所需的物料导热系数，根据酒精工业手册算出料浆、液化醪的导热系数：

15、物 物料的导热系数 0.5W/( m.) 流体的传热系数 W/(m2.) 流体的粘度 Pa.s水 水的粘度（37） 6.98×104 Pa.s 根据酒精工业手册、网上找到酒精生产液化-糖化过程中醪液黏度的变化规律及根据生产上螺旋板实际使用情况，估算出料浆、液化醪的粘度：浆 料浆的粘度 0.05 Pa.s液 末液化醪的粘度 0.03 Pa.s 螺旋板板厚 3mmt浆、t液、t水、t糖 分别代表料浆侧、液化醪侧、水侧、侧温差，tm 对数平均温度 一、E301液化醪换热器热工计算1、料浆的热负荷计算Q浆 =W浆 C浆t浆 = 137.5×103×3.55 ( 57-42

16、)=7.32×106 KJ/h=2.03×106 W2、液化醪经过螺旋板换热后出口温度t液2 计算已知换热过程无相变，料浆侧和液化醪侧热交换量相等，即Q浆 = Q液7.32×106144.74×103×3.57 Q液 W液 .C液 t液= = =14t液2= 92-14= 78 3、tm的计算 料浆温度变化： 42 57 液化醪温度变化： 78 9236+352tm = =35.5 4、螺旋板总传热系数K的计算4.1、污垢热阻的选取污垢热阻根据经验值选择，液化醪一侧=料浆一侧取R液=R浆=1.72×10-4·/W×

17、´=-4.2、板壁热阻的计算R板=/3=0.003÷17=1.76×10-4·/W4.3、螺旋板计算用到的外形尺寸计算螺旋板板长计算：F=2L×B L=150÷(2×1.5)=50m螺旋板外直径D计算：根据多年的工程设计经验，外径D求取采用如下经验公式： =1882mm取公称直径DN为1800mm式中：L为螺旋板板长，为板厚，d为中心卷辊直径，b为通道宽度定位柱的选择与计算：为正三角形安放，数量100个/m2，10×24当量直径de的计算：实际螺旋板通道宽B实计算：B实 =（1500-10×12）

18、5;10-3 =1.38 m式中：24为通道宽，10定位柱直径，12为定位柱数4.4、液化醪一侧传热系数的计算液化醪的流速u液的计算：液化醪的雷诺数Re液的计算：根据经验，螺旋板有弯曲的通道和定位柱，较小的雷诺数流体在通道就可以达到湍流（一般大于500）。因为Re500，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为：4.5、料浆一侧给热系数的计算料浆的流速u浆的计算：料浆的雷诺数Re浆的计算： 因为Re500，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为：4.6、总传热系数K的计算代入数据求得K = 261 W/(m2.)5、液化醪换热器面积

19、的计算根据公式Q=FKtM求得换热器面积FF=Q/(KtM)= 2.03×106/(261×35.5)= 219 m2从计算可以看出的E301液化醪换热器所需的面积远大于150 m2，不能满足生产工艺要求。二、E302液化醪冷却器热工计算1、液化醪的热负荷计算液化醪经过E301冷却后出来的温度78，还要经过E302继续用水冷却至糖化最适温度60。Q液 =W液 C液t液 = 134×103×3.57 ( 78-60)=8.61×106 KJ/h=2.39×106 W2、冷却水用量W水计算设：30冷却水经过E302螺旋板冷却器后出口温度为

20、45 。已知换热过程无相变，水侧和液化醪侧热交换量相等，即Q水 = Q液Q水 W水 .C水8.61×10615×4.17W水 = = = 137.6×103 Kg/hV水 = W水/水 =137.6×103÷993.3 =.6 m3/h3、tm的计算 水温度变化： 30 45 液化醪温度变化： 60 7830 + 332tm = =31.5 4、E302螺旋板总传热系数K的计算4.1、污垢热阻的选取污垢热阻根据经验值选择，液化醪一侧=料浆一侧取R液= 1.72×10-4·/WR水= 3.45×10-4·/

21、W×´=-4.2、板壁热阻的计算R板=/3=0.003÷17=1.76×10-4·/W4.3、冷却水一侧传热系数的计算冷却水的流速u水的计算： 料浆的雷诺数Re浆的计算： 因为Re10000，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为： 4.4、总传热系数K的计算求得K = 433 W/(m2.)5、液化醪换热器的计算根据公式Q=FKtM求得换热器面积FF=Q/(KtM)= 2.39×106÷(433×31.5)=175 m2从计算可以看出的E302液化醪换热器所需的面积大于150 m2

22、，不能满足生产工艺要求。从上面计算可以看出所选的E301、E302各一台150 m2螺旋板换热器是不能满足生产工艺要求，现假设E301选2台200 m2，E302选2台150 m2/台，材质都是304、板宽1.5m、通道宽道24mm的可拆式螺旋板换热器，下面通过热工计算来继续验证是否满足生产要求。三、2台200 m2 E301液化醪换热器热工计算1、料浆的热负荷计算Q浆 =W浆 C浆t浆 = 137.5÷2×103×3.55 ( 57-42)=3.66×106 KJ/h=1.02×106 W2、液化醪经过螺旋板换热后出口温度t液2 计算已知换热

23、过程无相变，料浆侧和液化醪侧热交换量相等，即Q浆 = Q液3.66×106144.74×103÷2×3.57 Q液 W液 .C液 t液= = =14t液2= 92-14= 78 3、tm的计算 料浆温度变化： 42 57 液化醪温度变化： 78 9236+352tm = =35.5 4、螺旋板总传热系数K的计算4.1、污垢热阻的选取污垢热阻根据经验值选择，液化醪一侧=料浆一侧取R液=R浆=1.72×10-4·/W×´=-4.2、板壁热阻的计算R板=/3=0.003÷17=1.76×10-4

24、83;/W4.3、螺旋板计算用到的外形尺寸计算螺旋板板长计算：F=2L×B L=200÷2×1.5=66.7 m螺旋板外直径D计算：根据多年的工程设计经验，外径D求取采用如下经验公式： =2163mm取公称直径DN为2200mm式中：L为螺旋板板长，为板厚，d为中心卷辊直径，b为通道宽度定位柱的选择与计算：为正三角形安放，数量100个/m2，10×24当量直径de的计算：实际螺旋板通道宽B实计算：B实 =（1500-10×12）×10-3 =1.38 m式中：24为通道宽，10定位柱直径，12为定位柱数4.4、液化醪一侧传热系数的计算

25、液化醪的流速u液的计算：液化醪的雷诺数Re液的计算：根据经验，螺旋板有弯曲的通道和定位柱，较小的雷诺数流体在通道就可以达到湍流（一般大于500）。因为Re500，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为：4.5、料浆一侧给热系数的计算料浆的流速u浆的计算：料浆的雷诺数Re浆的计算： 因为Re500，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为：4.6、总传热系数K的计算代入数据求得K = 153 W/(m2.)5、液化醪换热器面积的计算根据公式Q=FKtM求得换热器面积FF=Q/(KtM)= 1.02×106/(153×

26、;35.5)=187.8m2从计算可以看出的E301液化醪换热器所需的面积小于200 m2，能满足生产工艺要求。四、2台150 m2E302液化醪冷却器热工计算1、液化醪的热负荷计算液化醪经过E301冷却后出来的温度78，还要经过E302继续用水冷却至糖化最适温度60。Q液 =W液 C液t液 = 144.74×103÷2×3.57 ( 78-60)=4.65×106 KJ/h=1.29×106 W2、冷却水用量W水计算设：30冷却水经过E302螺旋板冷却器后出口温度为40 。已知换热过程无相变，水侧和液化醪侧热交换量相等，即Q水 = Q液4.6

27、5×106 10×4.17Q水 W水 .C水W水 = = =111.5×103 Kg/hV水 = W水/水 =111.5×103÷994 =112.2m3/h3、tm的计算 水温度变化： 30 40 液化醪温度变化： 60 7830+382tm = = 34 4、冷却水的物理参数 循环水定性温度：（30+40）/2 = 34 粘度：循 7.27 ×10-4 Pa·s 比热：C循 = 4.17 kJ/密度：循 = 994 Kg/m3导热系数：循 = 0.627 W/(mK)普朗特数:Pr=4.874、E302螺旋板总传热系数K

28、的计算4.1、污垢热阻的选取污垢热阻根据经验值选择，液化醪一侧=料浆一侧取R液= 1.72×10-4·/WR水= 3.45×10-4·/W×´=-4.2、板壁热阻的计算R板=/3=0.003÷17=1.76×10-4·/W4.3、冷却水一侧传热系数的计算冷却水的流速u水的计算： 冷却水的雷诺数Re水的计算： 因为Re10000，且L/de60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为： 4.4、总传热系数K的计算求得K = 279 W/(m2.)5、液化醪换热器面积的计算根据公式Q=FKtM

29、求得换热器面积FF=Q/(KtM)= 1.29×106÷(279×34)=136 m2从计算可以看出的E302液化醪换热器所需的面积小于150 m2，能满足生产工艺要求。液化岗位冷却水数据表液化醪量 吨/h液化醪流量m³/h 干物质量吨/h30水用量m3/h液化醪比热 kJ/144.74134.034.78224.43.57第三章 螺旋板换热器阻力计算 通用型螺旋板换热器阻力计算经验公式：压力降=（流动形态阻力+支承结构流动阻力）×质量流速阻力，即式中：de当量直径；L流道长度(m）；0.365、2.5 常数，实验而得；n流道定位点数(个/m2

30、);u流体流速(m/s);流体密度(Kg/m3)。一、1台150m2 E301阻力计算 1、液化醪一侧阻力计算0.0472×1.12×10800.25deu液液液Re液 = = =228根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3652280.25500.0472P液 = ( × × + 0.0153×50×100+4)1080×1.122×2.5 =（99.6+80.4）3387 = 0.61（MPa）2、料浆一侧阻力计算0.0472×1.06×10900.25deu浆浆浆Re浆 = = =218根

31、据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3652180.25500.0472P液 = ( × × + 0.0153×50×100+4)1090×1.062×2.5 =（100.6+80.4）3062 = 0.55（MPa）二、1台150m2 E302阻力计算 1、液化醪一侧阻力计算0.0472×1.12×10800.25deu液液液Re液 = = =228根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3652280.25500.0472P液 = ( × × + 0.0153×50×100+4

32、)1080×1.122×2.5 =（99.6+80.4）3387 = 0.61（MPa）2、冷却水一侧阻力计算已知Re水 = （7.79 ×104）0.25 = 16.7 根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.36516.7500.0472P液 = ( × + 0.0153×50×100+4)1090×1.162×2.5 =（23.2+80.4）×3667 = 0.38（MPa） 因液化醪侧是两个螺旋板串连冷却，所以，总阻力为1.22（MPa）三、2台200m2 E301阻力计算 1、液化醪一侧阻力计算0.

33、0472×0.56×10800.25deu液液液Re液 = = = 114根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3651140.2566.70.0472P液 =( × +0.0153×66.7×100+4)1080×0.562×2.5 =（158+106）×847 = 0.22（MPa）2、料浆一侧阻力计算0.0472×0.53×10900.25deu浆浆浆Re浆 = = =109根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3651090.2566.70.0472P浆=( × + 0.0153×66.7×100+4)1090×0.532×2.5 =（160+106）×765 = 0.203（MPa）四、2台150m2 E302阻力计算 1、液化醪一侧阻力计算0.0472×0.56×10800.25deu液液液Re液 = = =114根据螺旋板阻力计算，并数据代入：0.3651140.25500.0472P液 = (