年产10万吨燃料乙醇装置液化岗位物热水平衡计算螺旋板面积阻力计算

1、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15C，循环水温度30C(夏天)，一次水温度30C。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：C6 H 10O5 n nH 2O水解nC

2、6 H 12O6162 18 180QH12C6 发酵 2C2H5OH 2GO 热量1802X46 2 X44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:162 : 92100 : x9210016256.79 胞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您淀粉理论上可产99%(V)的燃料乙醇量为: 数，意思是每时每100 kg 99%(V)酒精中有98.37您纯酒精即与99%(V)相应 的重量百分比， 98.37%(W)。56 .790.983757 .73 (kg )式中0.9837是换算系57.73 kk 99%

3、(V)燃料乙醇的出酒率是按公式计算得到的100 kg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 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

4、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/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 X 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干物质量木薯含木薯含木薯淀粉木薯淀粉淀粉出量吨/h吨/h水

5、率%水量吨含量%总量吨/h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22%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)o以商品木薯含水14%经粉碎后，在调浆罐内进行调浆，加水比例为1比2.4 , 则料浆量为：40.44 X( 1 + 2.4 ) = 137.5 吨/t加水量为：40.44 X 2.4 = 97.1 吨/t干物质含量为

6、：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,贝S料浆流量约为：137.5 - 1.09=126.1m3/h干物质含量B=868的木薯比热为：Cs=4.18(1-0.7B)=4.18(1-0.7 X 0.86)=1.66 kJ/(kg K)根据液化醪比热经验公式：G二CsB/100+Ce(100-B)/100料浆的比热：C0=1.66 X25.3%+4.18X (100-25.3)%=3.55kJ/ kgC式中：Cs为木薯原料干物质比热Ce 为水的比热，取4.18 kJ/ kkC木薯的比热：Cm=CsB/100+Ce(100-B)/10

7、0= 1.66 X 86%+4.18X (100-86)%=2.01kJ/ kkC式中：Cs为木薯原料干物质比热Ce 为水的比热，取4.18 kJ/ kkC设：木薯温度为25C，拌料热水温度为45C,则拌料后料浆温度：GmCm(t i-t o)=W水 Ce(T水-t 1)原料与水1:3混合后料浆温度为t 1 = (2.4 X 45X 4.18+1 X 2.01 X 25)/(1 X 2.01+2.4 X 4.18)42C式中：Cm为木薯的比热为2.01kJ/ kgC Gm为木薯的质量调浆罐物料数据表投入原料干物质加水量料浆干42 C料浆42 C料浆料浆比热量吨/h量吨/h吨/h物质浓%量吨/h

8、量 n$/hkJ/ kkC40.4434.7897.125.3137.5126.13.55三、初液化罐工艺计算设：42C的料浆经过液化醪换热器加温后出来约57C，再经过料浆喷射器后温度约65C ;初液化罐的工艺操作条件为：8590 C,暂设料浆经过初液化罐温 度为88C ;停留罐的工艺操作条件为：98102C，暂设停留罐初液化醪温度为 100C，经过闪蒸器后初液化醪温度降为 92C, 92C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二料浆量+料浆量X粉浆比热X温差汽化热=137.5 + 1

9、37.5 X 3.55 X( 65- 57) - 2278= 139.2 吨/h初液化醪经过闪蒸器后水汽蒸发量：164.09 - 161.76 = 1.7吨/ h经过闪蒸器后干物质浓度：34.78 + 139.2 = 25%经蒸煮后醪液比热：C=1.66 X 25%+4.18x(1-25%) = 3.55kJ/ kgC2、初液化罐经过蒸汽加热后初液化醪量为：初液化醪量二后料浆量+ 后料浆量X后粉浆比热X温差 蒸汽热焓-加热后温度热焓 =139.2 + 139.2 X 3.55 X( 88- 65) -( 2760 88X 4.18 )= 143.95 吨/h需加热蒸汽量：143.95 139.

10、2 = 4.75吨/h经过蒸汽加热后干物质浓度：34.78 + 143.95 = 24.2%经蒸煮后醪液比热：C=1.66X 24.2%+4.18X (1-24.2%) = 3.57kJ/ kgC初液化罐物料数据表初液化醪干物质加热后加热蒸汽前液化前液化醪量吨/h量吨/h温度C消耗量吨/h干物质浓度%比热kJ/ kkC143.9534.78884.7524.23.57四、停留罐工艺计算88C初液化醪经过喷射加热器加热到100C进入停留罐液化约20分钟，液醪经闪蒸出来92C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：液化醪量二初液化醪

11、量+ 初液化醪量X初液化醪比热X温差 + 蒸汽热焓-加热后温度 = 143.95 + 143.95 X 3.57 X( 100- 88) -( 2760 100X 4.18 ) =146.58 吨/h需加热蒸汽量：146.58 - 143.95 = 2.63吨/h液化岗位总蒸汽量：4.75 + 2.63 = 7.38吨/h经过蒸煮后干物质浓度：34.78 + 146.58 = 23.7%经蒸煮后醪液比热： C=1.66 X 23.7%+4.18X (1-23.7%) = 3.58kJ/ kgC停留罐物料数据表液化醪干物质加热后蒸汽消耗液化醪干前液化醪比液化总蒸量吨/h量吨/h温度C量吨/h物质

12、浓度%热 kJ/ kkC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 92C进入末液化罐，92C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二液化醪量-液化醪量X液化醪比热X温差汽化热= 146.58- 146.58 X 3.58 X (100 - 92)2278= 144.74 吨/h初液化醪经过闪蒸器后水汽蒸发量：146.58 - 144.74 = 1.84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 - 144.74 = 2

13、4.0% 查锤度_密度对照表得温度更正后密度约为1080 kg/m3,贝S料浆流量约为：144.74 - 1.08=134.0 m 3/h末液化醪液比热：C=1.66X 24%+4.18X (1-24%) = 3.57kJ/ kC末液化罐物料数据表末液化醪末液化醪干物质末液化醪液蒸发干物质末液化醪比量吨/h流量m3/h量吨/h温度C量吨/h浓度%热 kJ/ kkC144.74134.034.78921.84243.57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.

14、5m、通道宽道24mnt勺可拆式螺 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m2B螺旋板板宽1.5mb螺旋板截面通道宽度0.024mC浆料浆比热3.55kJ/kgCC液液化醪比热3.57kJ/kgCC水水比热（40C）4.17kJ/kgCde通道当量直径mmK螺旋板总传热系数KW/m2. CL 螺旋板板长mQ热负何KJ/ht温度cu流体流速m/sV流体流量m3/hW流体质量流量Kg/hp流体密度kg/m3p水水的密度（37C）993.3kg/m3p浆料浆的密度1090kg/m3p液液化醪的密度1080kg/m3入流体的导热系数W/(m.

15、C)入水水的导热系数(37C) 0.63 W/(m.C)入3 304钢板的导热系数17 W/(m. C)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：入物物料的导热系数流体的传热系数流体的粘度水的粘度(37C)0.5W/( m.C)W/(m2. C)Pa.s6.98 x 10 4 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：卩浆料浆的粘度0.05 Pa.s末液化醪的粘度0.03 Pa.s8 螺旋板板厚3mm t浆、 t液、 t水、At糖 分别代表料浆侧、液化醪侧、水侧、侧

16、温差，C t m 对数平均温度C、E301液化醪换热器热工计算1、料浆的热负荷计算Q浆二浆 C 浆厶 t 浆二 137.5 x 103x 3.55 ( 57-42)6 6=7.32 x 10 KJ/h=2.03 x 10 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浆二Q液6Q液7.32 X 10 t 液二二=14CW液.C 液144.74 X 103X 3.57t 液 2= 92-14= 78 C3、A tm的计算料浆温度变化： 42 C 5升C液化醪温度变化：78 C 92C36+35 tm =35.5C24、螺旋板总传热系数K的计

17、算4.1、污垢热阻的选取污垢热阻根据经验值选择，液化醪一侧二料浆一侧取 R 液二R浆=1.72 X 10-4 川c /W4.2、板壁热阻的计算4R板=3 / 入 3=0.003 - 17=1.76 X 10 川c /W4.3、螺旋板计算用到的外形尺寸计算螺旋板板长计算：F=2LX BL=150- (2 X 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，3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/m2,10X 24当量直径de的计算:2 x (

18、1. 5 + 0. 024) = 4以,_ 4 x jji动截血积4 x 1. 5 x 0. 024e 传热周边实际螺旋板通道宽B实计算:3B 实二(1500-10 x 12)x 10- =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:134J 3600 x B* b - 3600 xljgx 0.024液化醪的雷诺数Re液的计算:Rea= s P. =0472 胃 112 乂 1080 .今030.03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内就可 以达到湍流（一般大于500）。因为 Re 500,

19、且 L/de 60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:=ftv 0.50f1903l丿C.t3,55 - 2 - 0.03 VaK (X (H72,0.50J=666.9 h Cm*- C4.5、料浆一侧给热系数的计算料浆的流速u浆的计算:36O0TB?7b126 A3600 ； 1380 024二 L06Ui料浆的雷诺数Re浆的计算：r* 血时 a = 0.0472 * 1.06* 109= 10%70.05因为 Re 500,且 L/de 60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:处.0.023 AlteVPr将孑部分窮数代入.许:0-S5W最伽0

20、八3,55 m io 0.05511.6 W / (m：S4.6、总传热系数K的计算根据式丄=丄+丄*2+ R* g可輕人 处 Of* 几KJ1o J1+ Afll + + 虫幫 + “S久丄tf*K =:1,丄1-+(152+1.76+172)X10+7 666岀I Lu代入数据求得K = 261 W/(m 2. C)5、液化醪换热器面积的计算根据公式Q=FK tM求得换热器面积F6 2F=Q/(KAtM)= 2.03 X 10/(261 X 35.5)= 219 m从计算可以看出的E301液化醪换热器所需的面积远大于150吊，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

21、的热负荷计算液化醪经过E301冷却后出来的温度78C，还要经过E302继续用水冷却至糖化最适温度60 C。3Q液=V液 C 液 t 液=134 X 10 X 3.57 ( 78-60)6 6=8.61 X 10 KJ/h=2.39 X 10 W2、冷却水用量Wk计算设：30C冷却水经过E302螺旋板冷却器后出口温度为 45C。已知换热过程无相变，水侧和液化醪侧热交换量相等，即Q水二Q液Q 水8.61 X 1063Wk = 137.6X10 Kg/hWk .C 水15X4.17V水二 W 水/ P 水=137.6 x 103-993.3 =138.6 m 3/h3A tm的计算水温度变化：30

22、C 43 C液化醪温度变化：60 C T8 C30 + 33=31.524、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，液化醪一侧二料浆一侧取 R液二 1.72 x 10-4 川c /WR水=3.45 x 10-4 川c /W4.2、板壁热阻的计算R板=3 / 入 3=0.003 - 17=1.76 x 10-4 川c /W4.3、冷却水一侧传热系数的计算138.63600 x 1387 0.024冷却水的流速u水的计算:二3600 x B 护 b料浆的雷诺数Re浆的计算:0加72辺心99込779xW68X1O_ 10000,且 L/de 60查相关资料，对应

23、这种工况的螺旋板换热器传热系数计算公式为:处=o. 023 ReV 內产d.=6 023、 I 779 X 2 *464 ” 6 0472 IJ=8571 r4.4、总传热系数K的计算楼据式+ +必+左由町得。 g gm /is11857177(172+176+345)X 10“ +o(?o*y求得 K = 433 W/(m2. C)5、液化醪换热器的计算根据公式Q=FK tM求得换热器面积F6 2F=Q/(KA tM)= 2.39 X 10+ (433 X 31.5)= 175 m从计算可以看出的 E302液化醪换热器所需的面积大于150 m2,不能满足生产工艺要求。从上面计算可以看出所选的

24、E301、E302各一台150 mi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24mn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3Q 浆二浆 C 沁 t 浆二 137.5 - 2X 10 X 3.55 ( 57-42)=3.66 X 106 KJ/h=1.02 X 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浆二Q液Q液 t 液二

25、二W液 .C 液3.66 X 106=143144.74 X10 + 2X3.57t 液 2= 92-14= 78 C3、A tm的计算料浆温度变化：42 C 57C液化醪温度变化：78 C 92C36+35 t m =35.524、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，液化醪一侧二料浆一侧取 R 液二R浆=1.72 X 10-4 川c /W4.2、板壁热阻的计算4R板=3 / 入 3=0.003 - 17=1.76 X 10 川c /W4.3、螺旋板计算用到的外形尺寸计算螺旋板板长计算：F=2LX B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

26、如下经验公式:8000Z+ 刃71+ (tf - b)28000 乂 聞 小 24 + 3) + (325 _ 24 亍=2163mm取公称直径DN为2200mm 式中：L为螺旋板板长，3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/m2,10X 24当量直径de的计算：,4 x流动截面积 4 x 1, 5 x 0. 024 和门肝仃/ =“=0* 0472传热周应2 X (1. 5 + 0. 024)实际螺旋板通道宽B实计算：3B 实二(1500-10 x 12)x 10- =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

27、醪一侧传热系数的计算液化醪的流速u液的计算:4134 500,且 L/de 60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:g = 0-023 y?ReV 啄 0.023 判 R“*J t Cm50.0472951,6I355 x 103 x 0.03 T0.50=383 s (ro-f4.5、料浆一侧给热系数的计算126.1-E-23600 x Bxx h=0.53 m 53600 x 138 x 0. 024料浆的流速u浆的计算:料浆的雷诺数Re浆的计算:Q04壬衣 0*53 丄 109063s545因为 Re 500,且 L/de 60查相关资料，对应这种工况的螺旋板换热器

28、传热系数计算公式为:0 023 纟r/e=0 0230,50,04725453.55 m 12 汉(W503=294.2 IT -f4.6、总传热系数K的计算代入数据求得K = 153 W/(m 2. C)5、液化醪换热器面积的计算根据公式Q=FK tM求得换热器面积F6 2F=Q/(K tM)= 1.02 X 10/(153 X 35.5)= 187.8m从计算可以看出的 E301液化醪换热器所需的面积小于200卅，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78C，还要经过E302继续用水冷却至糖 化最适温度6

29、0 C。3Q液=V液 C 液 t 液=144.74 X 10 2 X 3.57 ( 78-60)6 6=4.65 X 10 KJ/h=1.29 X 10 W2、冷却水用量Wk计算设：30 C冷却水经过E302螺旋板冷却器后出口温度为40C。已知换热过程无相变，水侧和液化醪侧热交换量相等，即Q水二Q液Wk =WK .C 水4.65 X 106=111.5一10X 4.173X 10 Kg/h33V水二 W 水/ P 水=111.5 X 10+ 994 =112.2m/h3A tm的计算水温度变化：30C 40C液化醪温度变化：60 C 8 C30+38 t m = 34C24、冷却水的物理参数循

30、环水定性温度：(30+40)/2 = 34 C粘度：卩循=7.27 X 10-4 Pa s比热：C循二 4.17 kJ/ kgC密度：P 循二 994 Kg/m 3导热系数：入循二0.627 W/(m. K)普朗特数:Pr=4.874、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，液化醪一侧二料浆一侧取 R液二 1.72 X 10-4 川c /W4R水=3.45 X 10 川c /W4.2、板壁热阻的计算4R板=3 / 入 3=0.003 - 17=1.76 X 10 m2C /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

31、:0.0472 0.94X 9947.27 X10亠 6.07 XI04J;11Z2U* 3600 xb _-3600 xL38x 0. 024 占因为 Re 10000,且 L/de 60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:0. 0230.6270,0472 6-07 X104iX4.87=3559 F4.4、总传热系数K的计算根据式1 :KK =1_1rr1A =177pHl-72+1.76+3.45)X 10+ 355g求得 K = 279 W/(m2. C)5、液化醪换热器面积的计算根据公式Q=FK tM求得换热器面积FF=Q/(K tM)= 1.29 X 106

32、 + (279 X 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150卅，能满足生产工艺要求液化岗位冷却水数据表液化醪液化醪流干物质30C水液化醪比热量吨/h量 m3/h量吨/h用量m/hkJ/ kgC144.74134.034.78224.43.57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：压力降二（流动形态阻力+支承结构流动阻力）X质量流速阻力，即I n 36 S食:彩 + 0.0153Ln + 4）収 25 （MPa）式中：de当量直径；L流道长度（m）; 0.365、2.5 常数，实验而得； n流道内定位点数（个/m2）;u 流体流速（

33、m/s）; p流体密度（Kg/m3）。一、1台150niE301阻力计算1、液化醪一侧阻力计算deu 液 p 液 0.0472 X 1.12 X 1080Re 液=228卩液0.25根据螺旋板阻力计算，并数据代入：500.3652 P液二（ XX +0.0153 X 50X 100+4）1080 X 1.12 X 2.50.04722280.25=（99.6+80.4 ） 3387 = 0.61（MPa2、料浆一侧阻力计算deu 浆 p 浆 0.0472 X 1.06 X 1090卩浆0.25根据螺旋板阻力计算，并数据代入:50 P 液二(0.04720.365XX +2180.2520.01

34、53 X 50X 100+4)1090 X 1.06 X 2.5=(100.6+80.4 ) 3062 = 0.55(MPa、1台150mi E302阻力计算1、液化醪一侧阻力计算deu液p液Re液二0.0472 X 1.12 X 1080=2280.25根据螺旋板阻力计算，并数据代入:50 P 液=(0.04720.36520.0153 X 50X 100+4)1080 X 1.12 X 2.52280.25=(99.6+80.4 ) 3387 = 0.61(MPa2、冷却水一侧阻力计算已知 Re水二(7.79 X 104) 0.25 = 16.7根据螺旋板阻力计算，并数据代入：500.36

35、5X 50 X 100+4)1090 X 1.162x 2.5 P 液=(X + 0.01530.047216.7=(23.2+80.4 ) X 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200miE301阻力计算1 、液化醪一侧阻力计算Re液二deu液p液0.0472 X 0.56 X 1080=1140.25根据螺旋板阻力计算，并数据代入: P 液=(66.70.365X +0.0153 0.04721140.252X 66.7 X 100+4)1080X 0.56 X 2.5=(158+106)X 847 = 0.22(MPa2

36、、料浆一侧阻力计算deu 浆 p 浆 0.0472 X 0.53 X 1090 Re 浆二二=109卩浆0.25根据螺旋板阻力计算，并数据代入:66.70.365 P 浆=(X01530.04721090.252X 66.7 X 100+4)1090 X 0.53 X 2.5=(160+106)X 765 = 0.203(MPa四、2台150miE302阻力计算1、液化醪一侧阻力计算Re液=deu液p液0.0472 X 0.56 X 1080= 1140.2550 P 液二(0.04720.365X X +0.251140.0153 X 50X 100+4)1080 X 0.562 X 2.5根据螺旋板阻力计算，并数据代入:=(118+80.5) 847 = 0.17(MPa2、冷却水一侧阻力计算已知 Re水二(6.07 X 104)0.25 =