日处理 100 吨大豆生产工艺及设备计算 车工艺按日浸出 100 吨大豆为基准，100 吨大豆是按预处理后达到浸出工艺要求 的指标，其中含杂质 1%,大豆含水 10%。则对应预处理车间各设备处理量可通过 物料衡算求得： 一：预处理车间工艺计算及设备选型。 （一） 物料衡算： 预处理车间工艺路线如下：原料 机 斗升机 刮板(1) 振动筛 刮板(3) 水平刮板(4) 软化 刮板(6)
干燥 去浸出车间 比重去石机 刮板(5) 刮板(2) 轧坯 破碎以上工艺可简化为如下流程进行物料衡算清理设备 破碎 软化 轧坯 干燥杂质(P)脱水(W1)脱水(W2)其中：F4=100 吨/天; 含杂质 10%; 大豆含水 10%; 预处理原料大豆各项指标如下： 原料大豆含水=16%, 含杂质 7%,软化后大豆 含水 15%. 1) 对干燥器做物料衡算得： F4*(1-1%)*10%=(F3-F4*1%)*15%-W2 F3=F4+W2 即：100*0.99*0.1=(F3-0.01*100)*0.15-W2 F3=100+W2 联立求解得： F3= 106.2 (t/d) W2= 6.2 (t/d) 杂质净量 1t/d 即：轧坯机和干燥器处理量为 106.2 t/d 2) 对软化锅做物料衡算得 (F3-10)*0.15=(F2-10)*0,.16-W1 F2=W1+106.2 即：(106.2-1)*0.15=(F2-1)*0.16-W1 F2=W1+106.2 联立求得： F2=107.45 (t/d) W1=1.25 (t/d) 即：软化锅处理量为 107.45t/d, ( 破碎机处理量求为 107.45t/d). 3) 对清理设备做物料衡算 F=P+F2 F*7%=P+1 即： F=P+107.45 F*7%=P+1 联立求得：F=114.5(t/d), P=7 (t/d) 根据上央物料衡算结果 斗升机输送量为 114.5t/d1刮板(1)输送量为 114.5t/d 振动筛和比重去石机处理量为 114.5t/d,去要能力 7t/d 刮板(2)输送量为 107.45t/d 破碎机处理量为 107.45t/d 刮板(3)及刮板(4)输送量为 107.45t/d 软化锅处理量为 107.45t/d 刮板(5)处理量为 106.2t/d 轧坯机处理量为 106.2t/d 刮板(6)输送量为 106.2t/d 干燥器处理量为 106.2t/d, 干燥水分量为 6.2t/d(二) 能理衡算 预处理车间涉及能量的设备有软化锅和干燥器。 已知条件：软化温度为 60oC 干燥温度为 75 oC 取原料始温为 20 oC则：对软化锅（杂质量很小，按纯大豆计） 传热负荷 Q=F2Cp (60-20) +W*r 其中：Cp 为大豆在 20~60 oC 的平均比热。 r 为水在 20~60 oC 的平均汽化潜热。 查相关资料知：Cp=0.4975Kcal/Kg. oC 其中：大豆含油 18% Cp 油=0.5 Kcal/Kg. oC 大豆含水 16% Cp 水=1 Kcal/Kg. oC 绝干物质 66% Cp 干=0.375 Kcal/Kg. oC r=2400Kj/Kg=573Kcal/kg 则：Q1=F2Cp(60-20)+W*r =[107.45*0.)+1.25*5.73] *8781.4Kcal/h 若用 0.5Kgf/cm2( 表压)的蒸汽加热， 对应 r=533Kcal/kg 热损失取总传热 量的 5%,则所需蒸汽量为 D1=Q1/0.95r=/0.95/533=293.8Kg/h=7.05t/d 对干燥器做能量衡算（忽略杂质影响） 传热负荷 Q=(F4*Cp2*t2-F3*Cp1*t1)+W2*r 其中：Cp2 为大豆含水 10% 时的比热。0.46 Kcal/Kg. oC Cp1 为大豆含水 15%时的比热 0.49Kcal/Kg. oC r 为 20~75oC 水的平均汽化潜热：2383Kj/Kg(569Kcal/Kg) 则：Q2=F4*Cp2*75-F3*Cp1*20+W2*r =[100*0.46*75-106.2*0.49*20]+6.2*569]*7376.7Kcal/h 若用 1Kg/cm2(表压)蒸汽间接加热，则需蒸汽量为：r=5.6Kcal/Kg D2=Q/0.95r=/(0.95*526)=495Kg/h =11.88t/d2则：预处理车间所需总蒸汽量为：D=D1+D2=7.05+11.88=18.93t/d 二．浸出车间工艺和设备计算及选型 （一） 浸出车间物料衡算 浸出车间工艺流程简图如下：预热器 溶剂浸出器湿粕蒸脱机干粕混合油捕集器 自由气体过滤 冷凝器 第一蒸发器 冷凝器 最后冷凝器 吸收塔第二蒸发器冷凝器分水箱汽提塔冷凝器毛油已知：原料大豆湿基含油 18%( 毛豆)，则：预处理前大豆油量为： 114.5*(1-7%)*18%=19.167(t/d) 故：进浸出器大豆含油为：19.167/(100*(1-1%))*100%=19.36% 1) 浸出器的物料衡算： 已知： 为将浸出效果， 取混合油浓度为 20%,粕残溶 30%,粕残油小于 1%(按 1%计)，则： 对总物料：F4+W=F5+F/5 对溶剂：W=F5*(1-X0)+(F/5-F4*1%)*30% (X0 为混合油浓度) 对油脂：F5*(1-1%)*18=F5*X0+(F/5-F4*1%-F/5*30%)*1% 即：100+W=F5+F/5 W=0.8*F5+0.3*F/5-3 17.82=0.2*F5+0.007*F/5-0.1 联立求解得：F=118.2 (t/d) F=84.9 (t/d) W=103.1 (t/d) 若混合油浓度按 25%计，则：100.+W=F5+F/53W=0.75*F5+0.3*F/5-3 17.82=0.25*F5+0.007*F/5-0.1 联立求得：F/5=118.2 (t/d) F5=68.0 (t/d) W=86.2 (t/d) 2) 蒸发过程物料衡算： 1． 第一蒸发器物料衡算： 已知：混合油浓度 X0=0.25 处理量 F5=68 t/d 要求 一蒸完成液浓度 X1=60% 操作压力 0.04Mpa(真空度)。蒸发型 式：升膜 设：第一蒸发器蒸发量为 W1，完成液量为 F6 (t/d) 则：F5=F6+W1 F5*0.25=F6*0.6 即：68=F6+W1 68*0.25=0.6F6 联立求解得：F6=28.3 (t/d) W1=39.7 (t/d) 2. 第二蒸发器的物料衡算： 已知：混合油浓度 X1=0.6,处理是 F6=28.3 t/d 要求完成液浓度 X2=0.95, 操作压力 0.045Mpa(真空度)，蒸发型式：升膜 设：第二蒸发器蒸发量为 W2，完成液量为 F7，则： F6=F7+W2 F6*0.6=F7*0.95 即 28.3=F7+W7 28.3*0.6=F7*0.95 联立求得：F7=17.9 (t/d) W2=10.4 (t/d) 3. 汽提塔物料衡算： 经汽提塔汽提后，要求毛油残溶小于 500PPm,已知：进塔混合油浓度 95%，处理量 F 为 17.9t/d,则： 设：毛油量为 F8，汽提出溶剂量为 W3 F8+W3=F7 F7*95%=F8*(1-500*10-6) 即：17.9=F+W 17.9*0.95=F8*(1-500*10-6) 联立求得：F8=17.005 (t/d) W3=0.895 (t/d) 毛油中残溶净量=8.5Kg/d 4. 蒸脱机物料衡算： 湿粕经蒸脱机蒸脱后，要求产品粕中残溶越小越好。这里按湿粕中溶 剂全部去除计算，则：最终得粕量为： F6=(F/5-F4*1%)*(1-0.3)+F4*15 =(F/5-100*1%)*0.7+F*1% =(118.2-10)*0.7+10 =83 (t/d) 其中：除去溶剂量为： W/1=F/5-F/6=118.2-83.0=35.2 (t/d)4(二) 浸出车间能量衡算： 1． 溶剂预热器 已知： 溶剂用量 W=86.2 t/d ,初始溶剂温度取 20oC， 要求加热至 55oC. 在对应条件下溶剂物性数据如下： 比热：Cp=1.99Kj/Kg.oC 密度：ρ =652Kg/m3 粕度：μ =0.36Cp 导热系数：λ =0.136W/m2.oC (以上物性以进出品温度的算术平均值计) 加热介质：0.5Kgf/cm2（表压）水蒸汽，对应汽化潜热 r=2230Kj/Kg. 冷凝液密 度ρ =951Kg/m3 o λ =0.684W/m. C μ =0.26Cp 则： 传热负荷： Q=W*Cp*(t2-t1) =86.2*0)*1.998(55-20) =69.5 (KW) 所需生蒸汽量： （按总传热量 5%计热损失） D=Q/0.95r=69.5/()=0.328 Kg/s =118.1Kg/h=2.834 (t/d) 若选用列管换热器加热溶剂，初选 K=400W/m2.K 因 0.5Kgf/cm2(表压)水蒸汽饱和温度为 110oC.则： tm=[(110-20)+(110-55)]/2=72.5 S 选=Q/(K*tm)=69.5*.5)=24m2 加热管选用Ф 25X2.5mm,管长 L=3m 钢管，则需管数 n 为： n=S/(П *d00*L)=24/(3.14*25*10-3*3) =10.2 (根) 采用单管程，双管程列管换热器，管心距 t=1.4do,采用正三角形排列。 则 壳径：D=t*(n1-1)+2*do =1.4*25*(1.1*(102)1/2-1)+2*25=403 （mm） 取：D=150(mm) 校核：管内溶剂流速： u=W/L/(n/2*П /4*dI)=0.998*2/65.2/(10.2*П 2 /4*0.02 )=0.955(m/s) Re=d*u*p/μ =0.02*0.955*65.2/(0.36*10-3)=3.46*104 Pr=Cp*μ /λ =1.99*103*0.36*10-3/0.136=5.27 ?I=0.023*λ /dI*Re0.8*Pr0.4 =0.023*0.136/0.02*(3.46*104)0.8*5.270.4 =1300W/(m2.oC) 加热蒸汽走壳程： ?o=0.725*(g*ρ 2*λ 3*r/(N2/3*do*μ *t)1/4 (N=7) =0.725*(9.81*3*/3*25*10-3*0.26*10-3*20))1/4 =7787 W/(m2.oC) 考虑不凝气的影响：取?o=0.6*W/m2.oC5水蒸汽冷凝面污垢热阻：Rso=0. m2.oC/W 溶剂的污垢热阻： Rsi=1.72*10-4 m2.oC/W 则 1/R0=1/?o+ Rso+b*d0/(λ *dm)+ Rsi*do/di+ do/?i*di =1/8*10-4+0./22.5+1.72*10_4*25/20 +25/(1300*20) =0.00158(m2.oC/W) K0=650 W/(m2.oC) S 计=Q/(K0*△tm)=695*103/(650*72.5)=1.475(m2) S 实=125%* S 计=1.25*14.75=1.843(m2)&2.4(m2) 故原设计换热器可用:(D=150mm,ф 25X2.5mm,L=3m 钢管,单壳程,双 管程,n=10 根,三角形排布) 3) 蒸脱机能量衡算(以下计算,湿粕含杂忽略) 已知条件及有关物性:总量(t/d) 湿粕 成品粕 118.2 83.0 干物质(t/d) 72 72 油(t/d) 0.827 0.827 溶剂(t/d) 35.5 0.04 水份(t/d) 10 7.2物料有关物性数据:湿度 C水 Kcal/KgoC 450C 700C 720C 810C C 0.997 1.0 1.0 1.002 1.008 1.009 0.5385 C油 Kcal/KgoC 0.4 C 干料 Kcal/KgoC 0.375 0.375 0.375 0.375 0.375 0.375 C溶 Kcal/KgoC 0.5 0.2 0.362 0.364 556 551 539 77.9 80.95 C 溶气 Kcal/KgoC r水 Kcal/KgoC r溶 Kcal/KgoC1) 蒸脱第一阶段热量衡算 本阶段分为两部分 A)将湿粕从 450C 加热到 720C A) 将湿粕从 450C 加热到 720C Q 水=m 水*Cp 水*(72-45)=10*103*1*(72-45)=2.7*105Kcal/d B)湿粕脱溶过程6Q 油=m 油*Cp 油*(72-45)=8.27*102*(0.4)/2*(72-45)=1.13*104Kcal/d Q 干料=m 干*Cp 干*(72-45)=72*103*0.375*(72-45)=7.29*105Kcal/d Q 油=m 溶*Cp 溶*(72-45)=35.5*103*(0.4)/2*(72-45)=5.05*105Kcal/d Q 总=Q 水+Q 油+Q 干料+Q 油 =2.7*105+1.13*104+7.29*105+5.05*105=1.515*106Kcal/d 若用 4Kgf/cm2(绝压)的间接蒸汽加热,对应 r=511Kcal/kg 则所需消耗间接蒸汽量(按总传热量的 5%计热损失) G1= Q 总/0.95/r=1.515*106/(0.95*511)=3.121*104(Kg/d)=3.121 (t/d) B) 湿粕脱溶过程 C) 用 1.5Kgf/cm2(绝压)直接汽加热(r=530Kcal/kg),蒸汽冷凝水进入粕中,同 时料温从 720C 升至 810C,并使粕中含溶汽化为气体,直接蒸汽用量包括两 部分(一)用于加热脱溶;(二)另一部分则未被冷凝下来与溶剂蒸汽构成混合 蒸汽 溶剂从 720C 升至 810C 且使溶剂汽化所需热量: Q 溶=m 溶*Cp 溶*(81-72)+m 溶*r 溶 =35.5*103*(0.2)/2*(81-72)+35.5*103*77.9 =1.744*105+2.765*106=2.94*106Kcal/d 干料,油和物料中水的升温所需的热量: Q'=(m 干*Cp 干+m 水*Cp 水+m 油*Cp 油)*(82-72) =(72*103*0.375+10*103*1+8.27*102*0.52)*(81-72) =3.37*105Kcal/d则: 升温及脱溶所需直接汽量为 G'1=? Q/r=(2.94*106+3.37*105 )/530=6.183*103Kg/d=6.183 (t/d) (忽略冷凝水显热) 设: 被溶剂蒸汽饱和而未被冷凝下来的蒸汽量为 G'2 (不计空气) 则: G'2=P1/P0*(M1/M0*Ф )*Go 式中: P1 P0 720C 水蒸汽分压 (254.6mmHg) 720C 溶剂蒸汽分压 (505.4mmHg)且在此条件下,溶剂饱和蒸汽压为 317.5mmHg.7M1 M0 G0 Ф水蒸汽分子量 溶剂分子量 蒸脱溶剂量 饱和和数(18) (93 按 6#溶剂计) (355*103Kg/d:) (取 0.6)则: G'2=P1/P0*(M1/M0*Ф )*Go=(254.6*18)/(505.4*93*0.60)*355*103 =5.77*104(Kg/d)=5.77(t/d) 故:直接蒸汽总用量为: G'=G1'+G2'=5.88+5.77=11.65 (t/d) (2) 蒸脱第二阶段的热量衡算: 此阶段用 4Kgf/cm2(绝压)间接蒸汽加热,使粕温由 810C 升至 1020C 并脱水, 此时,粕中含水量为: 10+5.88=15.88 (t/d) 成品粕中含水按 1%计 (0.72t/d) 则: 料温从 810C 升至 1020C 所需热量为: Q1=(m 干*Cp 干+m 水*Cp 水+m 油*Cp 油)*(102-81) =(72*103*0.375+15.88*103*1+0.827*103*(0.4)/2*21 =9.1*105Kcal/d 蒸发水分(脱水)所需热量(除去水分量=15.88-7.2=8.68 t/d) Q2=m 水*r=8.68*10 *539=4.679*10 Kcal/d 则需间接蒸汽量为:(热损失按传热量的 5%计) G2=(Q1+Q2)/(0.95r)=(4.679*106+9.1*105)/511=1.094*104(Kg/d) 即: 蒸脱机所需间接蒸汽 （4Kgf/cm2）总量为:G1+G2=3.121+10.94=14.061 t/d 所需直接蒸汽量：11.65 t/d (3) 成品粕冷却能量衡算: 此过程用空气(初温 250C)将 1020C 的成品粕却到常温(按 300C 计) Q=(m 干*Cp 干+m 油*Cp 油+m 水*Cp 水)*(102-30) =(72*103*0.375+0.827*103*(0.)/2+7.2*103*1)*(102-30) =2.03*106Kcal/d83 6若空气出口温度按 600C 计,则所需空气量为: W 空气=Q/(Cp 空*△t)=2.03*107/(Cp 空*(60-25)) Cp 空=Cg+H*Cv=1.013+0.03*1.88=1.07 Kj/kg. 0C=0.255Kcal/kg. 0C 故: W 空气=Q/(Cp 空*△t)=2.03*107/(35*0.255)=2.27*106kg/d=2270 t/d按常压下(1atm),常温(250C)计,空气的体积为: V=n*R*T/P=(()*0.)/1=1.914*106m3/d=79750 m3/h5. 蒸发预脱能量衡算及设备选型: 1) 第一蒸发器能量衡算及设备计算 已知: 混合油处理量 F=680 t/d; t/d 操作压力:0.04Mpa (真空度) 加热介质: 蒸脱机的溶剂和水蒸汽混合气,湿度 T=810C; 总量为 355+57.7=412.7 (t/d) [来自喷射真空泵的蒸汽暂不考虑],混合气中溶剂气体所占的摩尔分率为: X 溶=355/93/(355/93+57.7/18)=0.C 时, r 水=551Kcal/kg rm=X 溶* r 溶+X 水* r 水 =0.+0. Kcal/kg 混合油料液比热: Cp0=Cp 溶*(1- X0)+Cp 油* X0 =0.52*0.75+0.=0.514Kcal/kg. 0C 查混合油沸点曲线知：Ｘ=25%时, 在 0.04Mpa 真空度下, tb=560C r 溶=80.95 Kcal/kg X0=25% X1=60% W1=397当 X=60%时,P=0.04Mpa(真空度)下, tb =630C 溶剂在 0.04Mpa(真空度)下的气化潜热 r'=79Kcal/kg 则: 加热蒸汽消耗量为:9D=[F*Cp0*(t1-t0)+W*r']/rm=[680*0.514*(63-40)+397*79]/295=134 t/d 显然,来自蒸脱机的溶剂 蒸汽混合气(412.7 t/d) 足够加热一蒸所 需热量，剩余部分，经后接冷却器冷凝并冷却。 关于蒸发器： 若选用蒸发管为Ф 32*3, 根据负压蒸发的特点. (L/d=150-200), 这里取 L=200d=200*32=6400mm。 实际到Ｌ＝６m。 在真空操作条件下，当上升汽速大于 15m/s 时,才能升膜过程成膜(由升 膜蒸发流体力学特点定)。 因：Ｗ１＝397T/d 在 0.04Mpa 真度下，65℃下， （出口汽温略高于其和蒸汽温度） ρ 溶＝ＰＭ／ＲＴ＝(460/760)*1./8.314*(273+65)=2kg/m3 则：二次蒸汽体积流量为＝397*103=1.985*105 m3/d 设需蒸发管数为 n，则： 2.3/ (n*π /4* d2)=15 即: 2.3/ (n*π /4* 0.0262)=15 解得: n=290(根)考虑随着蒸发过程进行蒸发管内形成油污及升膜过程中管内形成的液 膜层.取管数. n1=n*1.3=290*1.3=377(根) 蒸发面积 S=π d0Ln1=377*π *0.032*6=227(m2) 传热面积的校核： a、管内升膜对流传热系数： α i＝（1.3+128di）(λ / di)Pre0.9ReL0.23Revp.34(ρ L/ρ v)0.25(μ V/μ L) 其中：λ油＝0.178w/(mk)λ溶=0.244 w/(mk)则有:λ m=0.178*(0.25+0.6)/2+0.244*0.575=0.216 w/(mk) ReL 以入口液相流量为基准。Rev 以出口汽相流量为鞭准。查相关物 性图得：10入口液相在 40℃ , μ 0=0.9cp Cp0=0.514kcal/kg.℃。 溶剂汽相粘度：μ V＝0.0077cp μ L 以平均温度计（55℃） ：此时μ 油=7.42cp μ 油＝0.3cp 查大豆混合油μ －Ｔ－α 关系图。知：μ L＝1.9cp 在 55℃下, ρ L=ρ 油 X 油+ρ 溶 X 溶 =920*0.425+700*0.575=793.5 kg/m3 ρ v =PM/RT= (460/760)*93/0.3+55)=2.09 kg/m3 40℃时,入口料液密度: ρ L=920*0.25+700*0.75=755 kg/m3 则: ReL= diρ Lμ /μ 0=0.026*755*680*103/24**n*π /4 di2 =680*10 /24*3600* n* di*π /4μ3 L=680*4*103/π *24** 0.026*0.9*10-3 =1136 Rev= diμ Lμ V/ρ v=diq/rμV=397*103*4/24**π *0.026*0. =7.754*104 PrL=CPLμL/λL其中，CPL＝CP 油 X 油+CP 溶 X 溶 ＝0.52*0.425+0. ＝0.5065kcal/kg.℃=2.12 KJ/kg. ℃ PrL＝2.12*103*1.9*10-3/0.216=18.65 则：α i＝（1.3+126*0.026） *(0.216/0.026)*400.34*(793.5/2.09)0.26*18.650.9*0. =4.628*8.*45.97*4.414*13.9*0. =22172/(m2. ℃) 则:混合蒸汽冷凝对流传热系数α011冷凝液平均密谋按饷混合蒸汽冷凝计.汽相温度 81℃时,冷凝液 温度 72℃,冷凝液中水含量 254.6/760=0.335 (254.6 为 72℃时水蒸汽分压) 72℃时, ρ 水=977 kg/m3，ρ 溶＝690 kg/m3 则：ρ m=977×0.335+690×0.665=786kg/m3 78℃时 λ 水=0.6676w/m℃ λ 油=0.288w/m℃? m ? 2330 ? 0 . 335 ? 326 . 2 ? 0 . 665 ? 997 kJ / kλ m=0.233×0.665+0.=0.378w/m℃ 78℃时 μ 水=0.4cp? 水 ? 2330 KJ / kg? 溶 ? 77 . 9 kcal / kg ? 326 . 2 kJ / kg则 ?0 1 / 2则 ? t m ? 82 ?因混合油蒸发过程中，温度变化由 40-65℃ 取 △tm=15℃ 则：? 9 . 81 ? 786 2 ? 997 ? 10 3 ? 0 ? 0 . 943 ? ? ? 0 . 38 ? 10 ? 3 ? 6 ? 15 ? ? ? ? ?1/ 4另由于水蒸汽―溶剂混合气中不可避免含有空气不凝气。 会使其传热系数急 剧降低，根据不凝气对α 0 的影响关系1 K ?0? 11 ?0? R? 0 . 000172‘1322取： α ０=0.4α 0=0.4×w/m2℃ 植物油污垢热阻：ＲＳＩ＝0.00052m2℃/w 冷凝蒸汽污垢热阻：Ｒso=0.℃/wpc 83 . 0 ? 566 . 0 ? 73 . 0 ? 533 . 0 ? 4 . 0 ?m?μ 溶=0.37cp? g ? 2 ?3 ? ? 0 . 943 ? ? ? l? t ?? ? ? ?40 ? 65 2? 28 . 5? 3305 w / m2?CS0?bd0?d m ?? RSi?d0 di?d0 ? id i 32 26 ? 32 2217 ? 26 ? 0 . 0021970 . 003 ? 32 45 ? 29? 0 . 00052 ?12则：则S ? Q K 0?t m ? 134 ? 10 ? 295 ? 4 . 187 ? 103 324 ? 3600 ? 455 ? 27 . 94? 150 . 7 ( m )2Ｋ０＝455w/m2℃ 由于混合油污垢的累积性，实际取： Ｓ实＝1.55=1.5×150.7=226m2 &227m2?t 41 ? 18mln41 18? 27 . 94故原设可用 （另由于在实际操作中， 喷射真空泵的蒸汽要进入一蒸加热器，故实际加热蒸汽 温度及冷凝液组成都要向有利于蒸发方向发展．故取 Ｓ＝227m2,已非常安全） 取 t=1.35d0 三角形排列 D=t(n1-1)+3d0=0.975 取 D=1 2）第二蒸发器能量衡算及设备计算 已知：处理量：283t/d 入口温度：63℃ 浓度：x1=0.6 出口浓度：x2=0.95 蒸发量 104t/d 操作压力：0.045Mpa(真空度) 出口温度：115 ℃ 原料液比热：Cp1=Cp 油×0.6+Cp 溶×0.4 =0.49×4.187×0.6+0.53×4.187×0.4 =2.12KJ/kg℃ 在对应条件下，溶剂汽化潜热 γ =74kcal/kg 则：Q=FCp(115-63)+W2γ 3 3 =[283×10 ×2.12(115-63)]/(24××10 ×74×4.187/( 24× 3600 ) =734kw 用 3kg/m2(绝压)水蒸汽做为加热介质 r=2169KJ/kg 则生蒸汽消耗量（按传热量 5%计热损失）D2 ? Q 0 . 95 r ? 734 ? 103 30 . 95 ? 2169 ? 10? 0 . 3562 kg / s ? 1282 kg / h ? 30 . 8 t / d关于蒸发器： 根据真空蒸发特点，选用φ 32×3 要求上升汽速不小于 15m/s418 ? 溶气 ? PM RT ? 1 . 013 ? 105L=6m 的蒸发管? 93 760 ? ? 1 . 6 kg / m 8 . 314 ? ? 273 ? 115 ?3因 W2=104 t/d 在 0.045Mpa 真空度下，115℃ 则：二次蒸发体积流量=104×103/1.6=6.5×104m3/d=0.75m3/s 设：需加热管数为 n0 . 75 n ? ? 4即 n ?? 152? di0 . 75 ? 4 ? 0 . 0262? 1513则：n=95 根 考虑油污垢和液膜的影响，取 n／＝1.3n=1.3×95=123 根 取 t=1.35d０ Ｄ＝t(n1-1)+3d0=0.58m (三角形排列) 取Ｄ＝600mm 传热面积校核： a.管内对流传热系数：S 2 ? ? d 0 Ln/? 123 ? 0 . 032 ? ? ? 6 ? 74 m2? i ? (1 . 3 ? 128 d i )?diPr0 .9R0 . 23 ecR0 . 34 ev? ?l ? ? ? ?? ? ? v ?0 . 25??v ? ? ? ? l? ? ? ?式中各物性定性温度不确定 Ｒel 以入口液相为基准：t=63℃ Rev 以出口汽相为基准：t=115℃ Prl 及ρ L,ρ V 以平均温度：t=(63+115)/2=89℃计 在 89℃下：λ 油＝0.17w/m℃ λ 溶＝0.258w/m℃ Cp 油＝0.52kcal/kg℃=2.18KJ/kg℃ Cp 溶＝0.56kcal/kg℃=2.34KJ/kg℃ 则：? m ? 0 . 17 ? 0 . 6 ? 0 . 95 2 0 . 6 ? 0 . 95 ? ? o ? 0 . 258 ? ? 1 ? ? ? 0 . 19 w / m C 2 ? ?查混合油μ -t-α 图可知在 77.5%浓度 89℃时 μ m=3CpC Pm ? 2 . 18 ? 0 . 775 ? 2 . 34 ? 0 . 225 ? 2 . 216 KJ / kg Co63℃x=0.63? m ? 920 ? 0 . 6 ? 695 ? 0 . 4 ? 830 kg / md i v? ? 4m s n? d?vRel???24 ?
? ? ? 0 . 026 ? 2 . 4 ? 104?283 ? 102?3? 543Rev?d iu ??v?4w2 ivn ? d i?μ m=2.4Cp 溶剂蒸汽在 115℃时P rl ? Cp l ? ?l lμ v=0.0085Cp? 35?2 . 216 ? 3 0 . 19P rl ?Cp l ? l ?l?2 . 216 ? 3 0 . 19? 3514b.管外蒸汽冷凝对流传热系数α 0 二蒸加热介质采用生蒸汽加热，根据混合油在蒸发中温度变化（tm=89℃）? i ? (1 . 3 ? 128 ? 0 . 026 ) ? 4 . 628 ? 0 . 19 0 . 02620 . 19 0 . 026? 5430 . 23? 564000 . 34? 853 ? ?? ? ? 1 .6 ?0 . 25? 350 .9?0 . 0085 3? 4 . 256 ? 41 . 25 ? 4 . 805 ? 24 . 53 ?0 . 0085 3? 1983 w / m . C2 o采用 3kg/cm (绝压)水蒸汽作为加热介质，对应ＴＳ＝132.9℃ 132.9℃下，冷凝水的性质 ρ ＝934kg/m3 λ =0.6862w/Mk μ =0.2177cp 取△t=TS-TＷ＝22℃则 :?0 ? ?? 2 ? 3 ? ? 0 . 943 ? ? ? ?L?t ?2or=2169KJ/kg? ? ? ?1/ 4? 9 . 81 ? 943 2 ? 0 . 6862 3 ? 2169 ? 10 ? 0 . 943 ? ? ?3 ? 0 . 2177 ? 10 ? 6 ? 22 ?3? ? ? ?1/ 4? 4360 w / mC由于蒸汽中不凝汽的存在，使α 0 急剧下降，实际取： α ／０＝0.4α 0=0.4×w/m2℃ 另：Ｒso=0.m2℃/w则 1 K0 ? 1 ?0 ? R s0 ? 32 26 ? bd0?d m 32? R sid0 ?i?d0 ? id i?1 1744? 0 . 8598 ? 10?4?0 . 003 ? 32 45 ? 29? 0 . 00052 ?1938 ? 26? 0 . 002008Rsi=0.00052m2℃/w K0=498w/m2℃ 则：S2=Q/（K△tm） 其中：△tm={[(139.9-63)-(132.9-115)]}/{ln[(132.9-63)/(132.9-115)] =38.17℃ S2=734×103/(498×38.17)≈38.64m2 由于二蒸混合油温度高且浓度大，其形成污垢的可能性及速度越大，且考虑 其污垢的累积性，原设计取 S=74m2 是合适的。 （D=600mm） (3)汽提塔的能量衡算及设备计算 已知：原料:x=0.95 t=110℃ F=179t/d 操作压力 0.067Mpa(真空度) 要求汽提后毛油残溶小于 500ppm 完成液量为 170t/d 去除溶剂量 W3≈8.95t/d 在对应操作条件下，95%混合油沸点为 100℃ 若用 2kgf/cm2（绝压）直接蒸汽汽提，按热量平衡理论所需的蒸汽量为： G1=[G0r-FCp 油（110-90）]/[C1（t2-t1）] 其中：G0=W3=9T/D r=75kcal/kg=314KJ/kg (100℃时，溶剂汽化潜热) C1=1.875KJ/kg℃(在此条件下，蒸发比热) Cp 油=0.52kcal/kg℃=2.18KJ/kg℃G1 ? 9 ? 314 ? 179 ? 218 ? (110 ? 100 ) 1 . 875 ? (120 ? 100 ) ? ? 28 . 75 T / D15T2=120 ℃(2kgf/cm2(绝压)蒸汽饱和蒸度) 显然，从能量方面考虑，由于汽提塔真空度较二蒸高，故混合油进入汽提塔 闪蒸，同时温度降低的显热足以满足溶剂汽化所需的热量。 常用的层碟式汽提塔所采用的间接蒸汽实际上只起保温作用，若取 4kgf/cm2(绝压)的水蒸汽作为间接蒸汽，其用量可根据经验取 1t/d . 下面按解吸理论分析并计算有关层碟式汽提塔的结构尺寸及有关物料工艺 要求数据。 已知：处理量（混合油）L=179T/D=7458.3kg/h=8.38kmol/h 其中溶剂：LS=179×5%=8.95T/D=373kg/h=4.01kmol/h 油：L0=179×95%=170.05t/d=7085.4kg/h=7.96kmol/h 混合油中溶剂摩尔分率 x=4.01/(4.01+7.96)=0.447 根据毛油产品质量要求，塔毛油中溶剂的摩尔分率：5 ? 10 x1 ? 93 5 ? 10 93?4 ?4?1 . 5 ? 10 890?4? 0 . 00476层碟式汽提塔属蒸馏脱去微量溶剂的操作，由于毛油属高沸点不易挥发物 系，故可用解吸原理进行分析计算， 由解吸原理可知： a. 直接蒸汽量的计算： （V/L）min=EK/MK 其中：EK---------脱吸效率 mK--------相平衡常数 因进入汽提塔的毛油中所含溶剂大部分是６#溶剂中相对高沸点的物质,故 mk 按庚烷的特性确定 查１atm 下,庚烷在油中的相平衡常数(稀溶液),在 100℃时 mk=1.0 其中:Ｅk=(xn+1-x1)/(xn+1-x/０) 在直接蒸汽汽提时 x/0=0 则：Ek=(0.447-0.00475)/(0.447-0)=0.989 ∴(V/L)mi n=0.989/1.0=0.989 一般情况下，V/L=(1.1-3)(V/L)min 这里取 V/L=3(V/L)min=3×0.989=2.967 则，Ｖ＝2.967L=2.967×7.96kmol/h=23.617kmol/h=425.1kg/h=10202.7kg/d ≈10.2t/d 按负压混合油汽提时混合油浓度与混合蒸汽中水蒸汽含量的实际关系曲线 知，在 100℃,160mmHg 下，若出塔混合油浓度达到 99.95% 时，混合蒸汽中水 蒸汽含量为 90%,则设需蒸汽的摩尔数为 x 则： x/(x+0.096)=90% 0.096 为蒸汽中溶剂摩尔数：8.95/93=0.096 解得:x=0.871 则:所需水蒸汽量为:0.871×18=15.7t/d 综合以上分析:取直接蒸汽用量Ｖ=15.7t/d b. 塔板层数的确定: 因脱吸因数 S=(V/L)m=2.967×1.0=2.967 由 EK=（SN+1-S）／（SN+1-1）得：16n=lg[(S-E)/(1-E)]/lgS-1=lg[(2.967-0.989)/(1-0.989)]/lg2.967-1 =3.77 块 汽提塔实际塔板效率在 30-50%,取 30% 则实际塔板数为：3.77/0.3=12.6 块 取 n=13 层 c. 汽提塔塔径及塔板结构的确定： 根据塔流体力学特性知：塔径 D ? 4V ?u其中 u 为空塔气速，m/s u=(0.6~0.8)umax umax---------液泛气速，m/s 有关参数计算： 溶剂蒸汽的体积流量Ｖ１ V1=W3RT/MP=[8.95×103×0.082(273+100)]/(24×93×160/760) =582.6m３／h 直接汽体积流量： 3 3 V2=[15.7×10 ×0.082(273+100)]/(24×18×160/760)=5280m /h 混 合 蒸 汽 密 度 ρ V=(G1+G2)/(V1+V2)=(15.7 × 103/24+8.95 × 103/24)/ （）=0.1752kg/m3 混合油重度ρ L=（ρ 油 L 油+ρ 溶 L 溶）/（L 油+L 溶） =（650×8.95×103/24+860× 170.05×103/24）/ （179×103/24） =849.4kg/m3 则：液，气体积之比： L/V=（179/849.4）/[(8.95+15.2)/0.529umax? c?L ? ?V ?V0 .5C 可通过史密斯图并进行粘度较正后获得由上述物性数据得：L ??L ? ? ?V ? ? V ?0 .5? 849 . 4 ? ? 0 . 001529 ? ? ? ? 0 . 1752 ?? 0 . 1065取板间距：HT=50CM 查史密斯关联图知：C20=0.10 在 100℃时，大豆油表面张力 σ =30dyn/cm 溶剂表面张力 σ =10dyn/cm σ m=x 溶σ 溶+（1-x 溶）σ 油u max ? c ?L ? ?V ?V ? 0 .
. 4 ? 0 . 1752 0 . 1752 ? 7 . 185 m / s=0.329×10+0.671×30=23.42dyn/cm 则：C=C20（σ /20）0。2=0.10(23.42/20)0.2=0.1032 一般情况下：取 u=(0.6-0.8)umax 对碟式汽提塔，由于其汽路在上升过程中要多次改变 可取：u=0.9umax17则：u=0.9×7.185=6.467m/s 故：碟面中心气孔孔径为：d ? V1 ? V 2 0 . 785 u ? 582 . 6 ? 5280 0 . 785 ? 6 . 467 ? 3600 ? 0 . 566 m若碟片倾角为 14℃，则塔径 D=0.1×2/tg14+0.567=1.37m 可取：D=1.4m 直接汽喷嘴直径的确定： V=15.7T/D=654.2kg/h 按 1.5kgf/cm2 蒸汽计： ρ =0.8456kg/m3 则：V=654.2/(0.)=0.2149m3/s 根据经验取 u=273m/sd'?4v ?u?4 ? 0 . 2149 ? ? 273? 0 . 03 m ? 30 mm4.蒸发系统有关冷凝设备设计计算： (1) 第一蒸发冷凝器 已知数据:W1=397T/D=16541.7kg/h T1=63℃ 操作压力:0.04MPa(真空度) 冷却介质:水 进口温度 t1=30℃ 出口温度 t2=40℃ 要求将溶液冷却至液态 40℃ 在上述条件下,溶剂有关物性(按正己烷计) ρ Ｌ＝697kg/m3 r=76kcal/kg=318KJ/kg CpL=0.52kcal/kg℃=2.18KJ/kg℃ λ =0.189kcal/mh℃=0.22w/m℃ μ 63=0.28cp μ 51=0.31cp 冷却介质物性： m=(30+40)/2=35℃） （t ρ =994kg/m3 Cp=4.174KJ/kg℃ λ =0.625w/m℃ μ =0.73cp Pr=4.87 由热量衡算式得： Ｑ＝W1r+W1Cp△t=m1Cp(t2-t1) 则冷却水需求量为： m1=W1(r+CpL△t)/[Cp(t2-t1)]=397[318+2.18(63-40)]/[4.174(40-30)] =3501t/d=145875kg/h=146.8m3/h=0.0408m3/s 若采用立式列管换热器进行冷却，初选 K=200w/m2℃ 正己烷在 0.04MPa 真空度下饱和温度为 54℃则： △tm=(24+14)/2=19℃ S 选=Q/（K△tm）=(.174×10×103)/(×19)=445m2 若选用Ф 25×2.5mm L=6m 的加热管，则所需管数 n=445/(3.14×0.025×6)=995 根 采用△排列，取 t=1.3d0 则： D=t(nc-1)+3d0=1.3×0.025(1.1×(995)0.5-1)+3×0.025=1.17m 取 D=1200mm 校核计算：? ? 2 ? 3 ?? ? ? 0 ? 0 . 943 ? L??t ? ? ? ? 948 . 36 w / m2o 1/ 4? 697 ? 0 . 943 ? ? ?2? 0 . 22 ? 9 . 8 ? 339 ? 10336 ? 0 . 28 ? 10?3? 10? ? ? ?1/ 418C管外溶剂蒸汽冷凝传热系数α 管内冷却水的对流传热系数αdu ? ? 0 . 02 ? ?? di0 i0 . 0403 ? 4 995 ? ? ? 0 . 02 0 . 73 ? 10R0 .8 e?3 2? 994 ? 3556Re??i? 0 . 023Pr0 .4? ?2o? i ? 0 . 023 ?0 . 625 0 . 02? 35560 .8? 4 . 870 .4? 0 . 7565 ? 710 w / mC其中：φ =1-6×105/Re1.8=0.7565 查资料知:Ｒs0=0.℃/w1 K ?0Rsi=0.℃／wd0si? 11 ?0? RSO?bd0?d m ?? R?d0 ? id i ? 0 . 000516 ? 25 20 ? 25 710 ? 20di? 0 . 0001722o0 . 0025 ? 25 45 ? 22 . 5948 . 36 ? 0 . 003694 m C/wK0=270.7w/m2℃ 对冷却段 溶剂侧按自然对流计 取α ０＝200w/m2℃ 则：1/K0=1/200+0..0025×25)/(45×22.5)+0./20 +25/(710×20) =0.00764m2℃/w K/0=131w/m2℃ 设：冷凝段和冷却段分界处的水温为 t/ 则：t/=[30+2.18×(54-40)/(318+2.18×14)] ×10=30.88℃ 故：冷凝段的平均传热温度差： △tm1=(54-30.88+54-40)/2=18.56 冷却段的平均传热温度差： △tm２＝（54-30.88-40+30）/[ln(54-30.88)/(40-30)]=15.65 则冷凝段所需传热面积： Ｓ1=Wr/K0△tm=(318×397×103×103)/(24××18.56)=291m2 冷却段所需传热 Ｓ２＝Ｗ１Cp△t/(K0△tm２)=[397×103×2.18×(54-40)]/(24×3.6×131×15.65) =68.4m2 Ｓ=Ｓ1+Ｓ２=359.4m2 Ｓ×125%=359.4×1.25=449m2&445m2 故：原选与计算结果非常接近，但从上述计算过程知，影响其传热系数的因素在 溶剂冷却段溶剂侧的传热系数．为安全起见，取Ｓ＝1.6×S 计＝575m2 则 n=575/(3.14×d0×L)=575/(3.14×0.025×6)=1220 根 Ｄ＝t(nc-1)+3d0=1.3×0.025(1.1×(-1)＋3d0=1.224m 校核计算： 管外冷凝对流传热系数α ０不变 α ０=948.36w/m2℃19管内水对流传热系数： Ｒe/=Re995/×995/ φ =1-6×105/Re1.8=1-6×105/.6486 α /=0.023λ Re0.8Pr0.4Φ /di＝0.023×0.625×.870.4×0. =517w/m2℃ 1/K0=1/948.36+0..×22.5)+0./20 +25/(517×20) =0.℃/w K0=230w/m2℃ 冷却段： 1/K0=1/200+0..0025 × 25/(45 × 22.5)+0.000516 × 25/20+25/(517 × 200)=0.℃/w / 2 K0 =120.5w/m ℃ 则：Ｓ1/=S1×270.7/230=291×270.7/230=342.5m2 S2/＝Ｓ2×131/120.5=68.4×131/120.5=74.4M2 S/=Ｓ1/+ S2/=416.9m2&575m２ 安全系数：(575/416.9) ×100%=135% 故原选可用 若考虑真空操作的特点，选用两台冷凝器串联使用则其效果要比单个换热器 好得多，此时可考虑采用两台 280m２换热器串联． (2) 第二蒸发器冷凝器的设计计算： 已知的数据：Ｗ２=104T/D=4333.3kg/h T2/=110℃ 操作压力:0.045MPa(真空度) 即:p=380mmHg(绝压) 冷却介质：水 t1=30℃ t2=40℃ 要求将溶剂冷却至液态 40℃ 在上述条件下，溶剂有关物性， （以正己烷计） 溶剂饱和液温度：47℃ 在此温度下 3 ρ L=690kg/m rL=78kcal/kg=326.6KJ/kg CpL=2.18KJ/kg℃ λ =0.22w/m2℃ μ =0.29cp Cp 汽=0.417kcal/kg℃=1.745KJ/kg℃ 冷却介质（水）物性同一蒸 由热量衡算式得： Q=W2r+w2CpL△t+w2Cp 汽△t/=m2Cp△t 水 M2=（w2r+w2CpL△t+w2Cp 汽△t/）/Cp 水△t 水 =（104[326.6+2.18(47-40)+1.745(110-47)]/(4.174×10) =1180t/d=49167kg/h=49.41m3/h=0.01374m3/s 初选：K=200w/m2℃ △tm=(17-7)/ln(17/7)=11.27 S 选=Q/（K△tM）=（4×10×103）/(×11.27)=253M2 选用 S=1.4S 选=354m2 若用Φ 25×2.5mm L=6m △形排列 t=1.3d0 的列管换热器 n=S/(3.14d0L)=354/(3.14×0.025×6)=752 根 D=t(n1-1)+3d0=1.3×0.025(1.1(752)0.5+3×0.025=1.02m 取：D=1000mm20校核计算： 管外蒸汽冷凝传热系数α 0 冷凝负荷 P=W2/（n3.14d）=.14×0.025×752)=73.4kg/mh 查正己烷的 P―α 0 图得： f=42℃ （t P=73.4kg/mh） 2 2 α 0=800kcaL/m h℃=930w/m ℃ 管内冷却水的对流传热系数 Re=duρ /μ =[0.02×(0.01374×2)/(752×(3.14/4)×0.022) ×99.4]/ (0.73×10-3)=3169 Φ =1-(6×105)/3.7 α I=0.023λ De0.8Pr0.4Φ /de=0.023× 0.629/0.02× 31690.8× 4,870.4× 0.7=599(W/m2.℃) 已知: Rs0=0.. ℃/W Rsi＝0.. ℃/W 1/K0=1/а 0+Rs0+bd0/λ dm+Rsid0/di+d0/а idl 对冷凝器: 1/K0=1/930+0..0025× 25/(45× 22.5)+0.000526× 25/20+25/(599× 20) =0.00404m2℃/W K0=247.5W/(M2. ℃) 对冷却段 溶剂按自然对流计［а ，＝２００Ｗ/(m2. ℃)1/K0=1/200+0..0025× 25/(45× 22.5)+0.000516× 25/20+25/(599× 20) =0.℃/W K0=125.5W/(m2℃) 设冷凝段和冷却段界面水流为 t’ 则 t’=30+Cp 流(47-40)/[326.6+Cp2+Cp 总△t, =30+2.18× 7/[326.6+2.18× 7+1.745× (110-47)] =30.034(℃) 则：对冷凝段 △tm=9.966/ln12/7=11.23 对冷却段 △tm2≈(10+17)/2=13.5℃ 冷凝所需体积面积21S1=Q1/K0 tm1=4333.3× [326.6+1.745× (110-47)]× 3/(3600× 10 247.5× 11.23) =189(m2) 冷却段所需体积面积△S2=Ql/K0,△tm2=4333.3× 2.18× (47-40)× 3/(3600× 10 125.5× 13.5)=10.8(m2) S=S１＋S2=189+10.8=199.8(m2) 根据经验、过热蒸汽按饱和蒸汽计算时。其а 0 的误差为 10%。 由上计算知：在冷凝过程中蒸汽а 0 对传热 K0 的影响很小 1.6× 总=1.6× S 199.8=319.68&354(m2) 故原选可用 Sg=354m2 △冷凝 n=752 根 t=1.3d0 Ф 25× 2.5 D=1000 L=6m 双管程 且:或可用两个 7m2 的换热器（管长不变）串联（单管程）使用 （3）汽提塔冷凝器 已知：混合蒸汽中溶剂 8.95t/d 操作压力 直接汽 15.7t/d 混合蒸汽温度 100℃500mmHg 真空度(6.7× 4Pa) 10冷却介质同一、二蒸冷凝器 在 500mmHg 下，水蒸汽饱和温度 Ts=62℃,溶剂饱和温度 45℃(按正己庚烷计) 在操作条件下，对应物性数据 r 溶=84Kcal/kg rH2o=2350KJ/Kg. Cp 溶气=1.91KJ/Kg℃ (100-45℃) Cp 水=4.178KJ/Kg℃(62-45℃)Cp 水蒸汽=1.9KJ/Kg℃(100-62℃) A/ 水蒸汽冷凝放出的热量 Q1=G2Cp 水汽(100-62)+G3rH2o=15.7× 3× 10 [× (100-62)]/(24× 6000) =440.145(KW) b/ 冷凝水冷却放出的热量22Q2=G3Cp 水△t=15.7× 3/(24× 10 3600)× 4.178× (62-40)=16.7(KW) c/ 溶剂蒸汽冷凝器放出的热量 Q3=W3Cp 溶汽△t+W3r 溶 =8.95× 3/(24× 10 3600)× 1.91× (100-45)+8.95× 3/(24× 10 3600)× 351.7=47.3(KW) Q 总＝Ｑ1+Q2+Q3=440.45+16.7+47.3=504(KW) 需耗水量 tH3=Q/(Cp 水 3 3 t)=504× /(4.174× 10 140-307× )=12.078Kg/s=43481.6Kg/h=1043.56t/d 10 =0.01215m3/s 初选换热器 蒸汽冷凝取 K=200W/(m2℃) 设冷凝冷却段分界水温为 t, t,=30+16.7/504× 10=30.033℃ （按 30℃计） 则水冷凝段传热温度差△tm △tm=(22+32)/2=27 S1=Q1/K△tm1=0× 27)=81.5(m2) 冷凝水冷却所需传热面积 △tm2=22/ln32/10=18.9 S2=Q2/K△tm2=16.7× 3/(100× 10 18.9)=8.84(m2) 溶剂蒸汽冷凝所需面积 △tm3=(12+7)/s=9.5 S3=Q3/(K△tm3)=47.3× 3(200× 10 9.5)=24.9(m2) S=S1+S2+S3=81.5+8.84+24.9=115.24(m2) 取 S 实＝1.6S 选＝1.6× 115.24=184(m2) 若用φ 25× 2.3 L=6m 加热管 △排列 t=1.3d0 冷凝段取 K=100W/m2℃ △ (溶剂冷却放热略)双管段列管换热器23n=S/(π d0L)=184/(3.14× 0.025× 6)=391（根） D=t(ns-1)+3d0=1.3× 0.025(1.1 391 -1)+3× 0.025=0.749(m) 取 D=750mm 较核计算 蒸汽冷凝对流传热系数а 0 由于在水蒸汽冷凝下来之前，溶剂蒸汽大部分不能冷凝以不凝汽计， 查不凝汽蒸汽冷凝膜系数图知： 在 0.2Kg/cm2 H=1m φ =37%时 а =1200/m2℃ 由于本换热器管大部分用于冷凝水蒸汽 取 L=5m , 0.25 2 则: а 0 =1200× (1/5) =800W/m √ 管内冷却水对流传热系数 Re=dnp/μ =8vp/(nπ μ di)=8× 0.01215× 994/(191× × π 0.73× 2)= 1.8 5 1.8 φ =1-6× /Re =1-6× / 10 10 а λ /diRe0.8Pr0.4 φ i=0.023 0.8 0.4 2 =0.023× 0.625/0.02× 5387 × 4.87 × 0.885=1148(W/m ℃) -4 2 ∵Rs0=0.8596× m ℃/W 10 Rsi=0.℃/W 则冷凝段: 1/K0=1/а 0+Rs0+bd0/λ dm+Rsid0/di+d0/а idl =1/800+0.8596× -4+0.0025× 10 25/(45× 22.5)+0.000516× 25/20+24/(1148× 20) 2 =0.003003m ℃/W K0=333W/ m2℃ S1=Q1/K0△tm1=3× 27)=49m２ 冷凝段面积同前计算 S2=8.84m2 S3=24.9m2 S 总= S1+S2+S3 S3=49+8.84+24.9=82.74m2&184m2 故原选可用 安全系数=184/82.74=222% 2 Sg=184m Φ 25× 2.5 L=6m △排列 t=1.3d0 双管段 管程压力加强计算 △P=(△P1+△P2)FtNsNp 其中 Ns=1 Np=2 Ft=1.4 △P1=λ lρ μ 2/2d μ =0.0+T1/4× 0.022)=0.098(m/s) Re=sup/μ =0.02× 0.198× 994/(0.73× -3)=5391 10 对于无缝钢管 ζ =0.5 则: ζ /d=0.5/20=0.025 查摩擦系数关联图得 λ =0.059 △P1=0.059× 6/0.02× 994× 0.Pa △P2=3(ρ μ 2/2)=3× (994× 0.Pa △P=(△P1+△P2)× 2× 1× 1.4=1125Pa (4) 一蒸加热蒸汽最后冷凝器 ①加热蒸汽是包括 蒸脱机混合蒸汽24直接汽 G1,=57.7t/d=2404Kg/h 溶剂蒸汽 W1,=352t/d=14667Kg/h ②一蒸真空泵喷射蒸汽 900Kg/h ③二蒸真空泵喷射蒸汽 900Kg/h ④汽提塔喷射泵所须蒸汽 1700Kg/h 其中经加热第一蒸发器所有的蒸汽为（以纯水蒸汽计算） D=FCp0(t1-t2)+wr’/R=680× 0.514× (63-40)+397× 29/539.9=73t/d=3042Kg/h 则进入冷凝器中的混合蒸汽为： 水蒸汽: 900+900+42=2862Kg/h 溶剂蒸汽:352t/d=14667Kg/h 设混合蒸汽温度为 t’ 其中蒸脱机混合蒸汽温度为 81℃ 真空泵喷射直接蒸汽为 158.1℃ 则: 14667× 1.91× (t’-81)+2404× 1.9× (t’-81)=(900+900+1700)× 1.9× (1581-t) 解得 t’=94.1℃℃ 在常压下 溶剂和水混合蒸汽的饱和温度为 71℃ 若将蒸汽冷凝并冷却到 40℃l 则: Q=× 2265× 3＋14667× 3/3600× 10 10 331+× 4.191× 3× 10 (94-40) 3 +× 2.41× (71-40) 10 =3608.6KW 所需冷却水量 m4=Q/Cp△t=3608.6× 3/(4.174× 3× 10 10 (40-30)=86.44Kg/h=0.087m3/s 初选换热器 冷凝段 取 K=300W/m2℃ 设冷凝冷却段分界温度为 t’则: t’=30+(×54/×2.41×31/3600)×103/.05℃ (以下按 30℃计) 则： 对冷凝段 △tm1=(41+31)/2=36℃ S1=Q1/K1 △ tm1=5?103+?331?103/(300?36)=289.5m2 冷凝段： 取 K=100W/m2℃ △tm2=(41-10)/ln41/10=22℃ S2=Q2/K △ 3 2 tm2=(?54+?317?10 /()=219.1m S 总=S1+S2=289.5+219.1=509.6m2 若用Ф 25?2.5 L=6m 加热管 △排列 t=1.3d0 双管程: 则 n=s/π d0L=763/(3.14?0.025?6)=1620(根) D=1.3d0(n1-1)+3d0=1.3?0.025?(1.1 391 -1)+3?0.025=1.48m 取 D=1500mm 核算计算： ①管外蒸汽а 025则:P=（6）/（?0.025）=137.6Kg/mh 查图(按溶剂计) а 0=800Kcal/m2h℃=930W/(m2℃) ②管内对流传热系数а i Re=d ρ u/ =0.02?0.087?2/(/4?0.02)?994/(0.73?10-3)=9315 φ =1-6?105/Re1.8=1-6?105/=0.957 а i=0.023λ /diRe0.8Pr0.4φ =0.023?0.50.8?4.870.4?0.957 =1940W/m℃2 已知:Rd0=3.439?10-4m2℃/W Rsi=5.519?10-4m2℃/W 对冷凝器 1/K0=1/а 0+Rs0+bd0/λ dm+Rsid0/di+d0/а idlμ=1/930+3.439?10-4+0.002?25/(45?22.5)+5.159?10-4?25/20+25/(1940?20) =0.00277m2℃/W 2 K0=361W/m ℃ S1=Q1/K0△tm1=3+2/()=240.6m2 冷凝段 取а 0=200W/m2℃ 1/K0=1/200+3.439?10-4+0.025?25/(45?22.5)+5.159?10-425/20+25/(20?1940) =0.0067m2℃/w K0,=149w/m2℃ S2=219.1?100/149=147m2 S 总=S1+S2=240.6+147=388m2&763m2 故 原设可用 且考虑不凝气体对对流冷凝的а 0 的影响， 安全系数取大一些是适 宜的。 Sg=763m2 n=1620 根 D-1500m Φ 25?2.5 L=6m 双管程 △p 排列 (三)尾气回收系统设计计算 1．吸收塔和解吸塔 已知条件 尾气中空气是按 3m3/每吨料计 则：总空气量为 V=3000m3/d=125m3/h 吸收塔操作温度 t=40℃ 操作压力 1atm(0.098mPa) 在对应压力下 V=Pv/RT=4.867Kmol/h 根据平衡原理： 40℃时，尾气中含溶为 1267mg/l,根据国内尾气排放标准， 取尾气残溶（排放空气） 20g/m3 则： 对混合气体， 每升中溶剂气体的摩尔数为 1.267/86.1=0.014715mol 1 升混合气体的摩尔数为： n=pv/(RT) =1 × 1/(0.082057× (237+40)) =0.038935lmol 故：进塔气体溶剂摩耳分率 y1=0...378 摩耳比 Y1=y1/(1-y1)=0.378/(1-0.378)=0.608 对出塔尾气 每 m3 气体中溶剂的摩耳数 20/86.1=0.232mol 1m3 混合气（出塔）气体中的摩数为26n=Pv/RT=1?057?(273+40)]=38.935mol 则出塔余气中溶剂摩耳率为： y2=0.232/38.935=0..006 摩耳比（Y2=y2/(1-y2)=0.-0..006 吸收率 φ =(y1-y2)/y1=(0.378-0..375=98.4% (1)最小液气比的确定及吸收剂用量确定 对正己烷和石蜡吸收系统 t=40℃时 m=0.4 当 y=y1=0.378 时 X1*=y1/n1=0.378/0.4=0.945 X1*=X1*/(1-X1*)=0.945/(1-0.945)=17.18 (L/v)min=(Y1-Y2)/(X1*-X1)=(0.608-0.006)/17.18=0.0352 因 V=4.867Kmol/l 取:L/V=2(L/V)min=2?0.2=0.007043 则:L=0.=0.343Kmol/h 石蜡分子量 M=310 则:L=310?0.343=106.3Kg/h=0.127m3/h (р =540Kg/m3) 若选用Ф 25?2.5(高 25)拉西环为填料对应比表面积 a=190 空缝率ξ =0.78 则其所需的最小喷淋密度为: / 3 L =Ln?a=0.08?190=15.2m /m2h 根据填料塔操作流体的要求对应φ 25?2.5mm 填料的塔径一般在（20-30）d 即 D=20?25=500mm 则要求最小喷淋量为 L=15.2?3.14/4?D2=15.2?0.785?0.52=2.983m3/h 即石蜡喷淋量不小于 2.983m3/h 实际取 L=5.8m3/h 即 L=5.8m3/h=5.8?840=4827Kg/h=15.72Kmol/h G=V?29+125?1.267=4.867?29+125?1.267=299.5Kg/h (2)塔径 D 的计算 当 t=40℃时 进塔气体密度 空气: ρ 1=PM1/RT=1?29/(0.)=3.351Kg/m3 溶剂气体ρ 2=PM2/RT=1?86.1/(0.)=3.351Kg/m3 ρ m=1.84/(1.84+4.867)?3.35+4.867/(1.84+4.867)?1.129=1.35Kg/m3 石蜡的密度ρ L=840Kg/m3 粘度 μ L=14cp 1/2 则(L/G)(G/ρ L) /()(1.35/840)1/2=0.652 查填料层压降的通用关联图 则：WF ? ? ?G 0 .2 ( ) u L ? 0 . 030 g ?L2其中：填料因子 Φ =400 液相重度校正系数 ψ =ρ 水/ρ L=.1927WF ?0 . 030 ? 9 . 807 400 ? 1 . 19 ? 1 . 35 800 ? 140 .2? 0 . 475 ( m / s )取空塔速度 u=0.6WF =0.6× 0.475 =0.285 (m/s) 则 塔径：D ? 4V ?u其中 : V ? 4.867 ? 1.84 ? 6.707 Kmol/h ? 6 . 707 ? 8 . 314 ? ( 273 ? 40 ) ? 10 1 . 0133 ? 10 m /h ? 0 . 46 (m)3 5 3? 0 . 047846 D ?4 ? 0.047846 ? ? 0.285故 前述喷淋密度按 500mm 塔径是可行的。 故取 D=500 mm (3) 填料层高度的确定： 当要求尾气出塔溶剂含量为 20 mg/l 时 y2=0.005959 根据相平衡原理 y2=m x2*x2 ?*y2 m?0 .
.4? 0 . 015 ?换算成质量分率: 0.015 ?86.1 100 ? ? ? 86.1 310 ?得 :? ? 0.42%即： 贫油中溶剂的质量分率不得大于 0.42% 故 取 贫油中溶剂含量为 0.4%(质量比)，则：0 .2 ? 2 X2 ? 86 . 1 99 . 8 310 x2 ? X2 1? X2 ? 0 . 0145 1 ? 0 . 0145 ? 0 . 00145 ? 0 . 00725 ? 2 ? 0 . 00145由物料衡算关系知：28V ( Y1 ? Y 2 ) ? L ( X 1 ? X 2 ) 4 . 867 ( 0 . 608 ? 0 . 006 ) ? X1 ?
. 867 ( 0 . 608 ? 0 . 006 ) ? 310 4872 ? 0 . 0145 (X ? 0 . 0145 )? 0.201 x1?X1 1? X1?0 . 201 1 ? 0 . 201? 0 . 1673 ?换算成质量比0.1623 ?86.1 100 ? ? ? 86.1 310 ?解得： α = 5.26% 即 富油中溶剂质量含量为 5.26% 根据实测值知：对石蜡吸收己烷系统，Ky=0.67-1.27 Kmol/h?m2 取 K y=0.67-1.27 Kmol/h?m2 填料层高度 Z=HOG?NOG其中 : H OG ? V Kya? Z4 . 867 ? 1 . 84 0 . 67 ? 190 ? ? 4 ? 0 .52? 0 . 2685 (m)Y1=0.608 Y2=0..006) X1=0..0145 * y1 =mx1=0.4× 0.Y1 ?* *y1 1? y2 * 1*?0 . 067 1 ? 0 . 067? 0 . 0718Y 2 ? mx ?Ym ?? 0 . 4 ? 0 . 145 ? 0 . 0058* *( Y1 ? Y1 ) ? ( Y 2 ? Y 2 ) ln Y1 ? Y* 1 *?( 0 . 608 ? 0 . 0718 ) ? ( 0 . 005959 ? 0 . 0058 ) ln 0 . 608 ? 0 . 0718 0 . 005959 ? 0 . 0058Y2 ? Y2? ln N OG ?0.536 0.1581 Y1 ? Y 2 ?Ym ?? 0 . 0660 . 608 ? 0 . 006 0 . 066? 9 . 12故 Z=HOGNOG=0.2685× 9.12=2.45 （m） 从上述计算可知 贫油中溶剂的含量对Δ Ym 值即填料层高度 的影响非常大，考虑生产的波动性和安全性，取 Z=6 m解吸塔计算由吸收塔计算知，经解吸塔解吸后所得贫油中溶剂含量对吸收塔的吸收效 果有非常显著的影响，为安全起见，在解吸塔计算中，贫油中含量按 0.1%29(质量比)计，解吸温度 t =110℃,对石蜡―己烷油汽，在 110℃时，m=2.9 已知：L=5.8 m3/h =15.72 Kmol/h X1=0.201(富油中溶剂摩尔比)，采用 120℃饱和水蒸汽解吸，则 Y2=0 贫油中溶剂的摩尔比为：0 .1 X2 ? 86 . 1 ? 0 . 0036 99 . 9 310 x1 ? 0 . 201 1 ? 0 . 201 ? 0 . 1673 则由平衡关系知： y1*=mx1=2.9× 0.2Y* 1?y1* * 11? y?*0 . 4852 1 ? 0 . 4852 ?? 0 . 9425(L V) max ? L VY1 ? Y 2 x1 ? x 2 ? 0 .5 ( L V0 . 9425 ? 0 0 . 201 ? 0 . 0036? 4 . 775取) max? 0.5 ? 4.775 ? 2.388=118.5 Kg/h =2844 Kg/d 110℃时，水蒸汽密度 ρ =0.83 Kg/m3 则水蒸汽体积流量为 =3426 m3/d 解吸塔塔径计算：L G ( ?G ?L1)2? ( . 5)(0 . 83 8401) 2 ? 1 . 29查填料层压降通用关联图得W ?? ?G 0 .2 ? ? ? L ? 0 . 017 g ?L2V ?L 2 . 388?15 . 72 2 . 388? 6 . 583 Kmol/h110℃，石蜡粘度 μ =2.39 cP 解吸塔所用填料同吸收塔，则 φ =400 ψ =ρ 水/ρ L=.19W ? 0 . 017 ? 9 . 807 400 ? 1 . 19 ? 0 . 83 840 ? 2 . 390 .2? 0 . 298 (m/s)取 u=0.7W =0.7× 0.298 =0.2086 m/sD ? 4V ?u ? 4 ? 3426 24 ? 3600 ? ? ? 0 . 2086 ? 0 . 492 m取 D=500 mm30填料层高度的计算：N OL ? ? 1? 其中 xa1 1? A 1ln[( 1 ? A )( ln[( 1 ?xa ? yb /m xb ? yb /m L )() ? A] )? L mGxa ? yb /m xb ? yb /m ? 0 . 0036L mG]mG x? 0 . 1673byb ? 0 A ? N OL ? L mG 1 1 ? 0 . 8234 ? 15 . 72 2 . 9 ? 6 . 583 ? 0 . 8234 0 . 1673 ? 0 0 . 0036 ? 0 ? 0 . 8234 ]ln[( 1 ? 0 . 8234 )? 12 . 46 N OG ? N OL S ? ANOL? 0 . 8234 ? 12 . 46 ? 10 . 26由吸收塔计算知： HOG=0.2685 则：Z=HOGNOG=0.2685× 10.26=2.75 (m) 为安全起见 取 Z=6 m 2.尾气吸收----解吸系统换热设备计算 （1）石蜡-----石蜡换热 热流体：石蜡 4872 Kg/h T1=120℃ 冷流体：石蜡 4 Kg/h t1=40℃ 根据本系统换热物系特性 取冷流体出口温度 t2=90℃ 拟用单壳程 四管程 列管换热器 壳程加挡板 石蜡比热均按 0.5 Kcal/Kg℃ 计 则 传热负荷 Q=5124× 0.5× (90-40)=128100 Kcal/h 由能量衡算可求热流体出口温度 即: 5124× 0.5× (90-40)=4872× 0.5× (120-T2) T2=67.4℃ 平均传热温度差：?t m ?'30 ? 27 . 4 2 t 2 ? t1 T1 ? t 1 T1 ? t 2 t 2 ? t1 ? ?? 28 . 7 90 ? 40 120 ? 40 90 ? 40 ? 0 . 625 ? 1 . 0540 ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 90 ? 67 . 4 ? ? ? ? ? ? ? ? ? ? 120 ?P ? R ?120 ? 67 . 4查单壳段 四管程Ψ ot 图知错 Ψ Δ t=0.86 则 Δ tm=Ψ Δ tΔ tm’=0.86× 28.7=24.68 由实测经验数据 K=100 W/m2℃S ? Q K?t m ? 4 . 187 ? 128100 / 3 . 6 100 ? 24 . 68 ? 60 . 37 m231取 S=1.65S 计=1.65× 60.37=100 (m2) 选用Φ 25× 2.5， L=3m 加热管n ? S ?d 0 L ? 100 ? ? 0 . 025 ? 3 ? 425 ( 根 )取 t=1.3d0D ? t (1 . 1 n ? 1) ? 3 d 0Δ 排列? 1 . 3 ? 0 . 025 (1 . 1 425 ? 1) ? 3 ? 0 . 025 ? 0 . 78 (m)取 D=800 (mm) (2)石蜡----水冷却换热器 根据工艺要求： 热流体（石蜡） ：4872 Kg/h T1=67.4℃ T2=40℃ 冷流体（水） ： t1=30℃ t2=40℃ 则：Q=4872× 0.5× (67.4-40)=66746.4 Kcal/h需耗水量 : ms ? Q C p水 ? t ? 66746 . 4 0 . 997 ? 10 ? 6694 . 7? 6 .7 T / h根据经验取： K=80 W/m2℃ 换热器采用单壳程 双管程 壳程加挡板?t m ?'?t1 ? ?t 2 ln ?t1 ?t 2 27 . 4 10 ? 17 . 2630 ? ? ? ? ? ? ? ? ? 40 40 ? ? ? ? ? ? ? ? ? 67 . 4?27 . 4 ? 10 lnP ? R ?t 2 - t1 T1 - t 1?40 ? 30 37 . 4 ? 30 ? 40 ? 30? 0 . 267 ? 2 . 74T1 ? T 2 t 2 ? t167 . 4 ? 40查Δ tm 校正图知：Ψ Δ t=0.8 则 Δ tm=Ψ Δ tΔ tm‘=17.26× 0.8=13.8 (℃)S ? Q K?t m ? 66746 . 4 ? 4 . 187 / 3 . 6 80 ? 13 . 8 ? 70 . 3 (m )2取 S=1.5S 计=1.5× 70.3=105 (m2) 考虑整个工艺情况 可取与石蜡―石蜡相同的换热器（双管程） (3) 石蜡最后加热器 根据工艺特点：热流体（加热介质）取表压为 4 Kgf/cm2 的水蒸汽 Ts=151.1℃ r=2115.2 KJ/Kg =505.2 Kcal/Kg 已知 冷流体（石蜡） t1=90℃ t2=120℃ 由能量衡算可得： 传热负荷： Q=5124× 0.5× (120-90) =76860 Kcal/h32需加蒸汽量：D ? ?t m ? Q r ?
. 2 ? 46 . 1 2Q K?t m2? 152 Kg/h ? 3.648 T/d31 . 1 ? 61 . 1取 K=150 W/m2℃则 S ? ? 76860 ? 4 . 187 / 3 . 6 150 ? 46 . 1151.1 90 ? ? 120 ?? 13 ( m )取 S=2S 计=2× =26 （m2） 13 若选Φ 25× 2.5 L=3m 加热管 则：n ? S ?d 0 L ? 26 ? ? 0 . 025 ? 3 ? 111 ( 根 )取 t=1.3d0Δ 排列D ? 1 . 3 d 0 (1 . 1 n ? 1) ? 3 d 0 ? 1 . 3 ? 0 . 025 ? (1 . 1 1 . 1 ? 1) ? 3 ? 0 . 025 ? 0 . 419 ( m )取 D=450 mm (双管程) （4）解吸塔出塔混合气体冷凝器 混合气体量：118 . 5 18 ? 0 . 014715 ? 1000 ? 125 1000 ? 8 . 422 Kmol / h即：118.5+0.14715× 125× 86.1=276.87 Kg/h 温度 120℃ 冷却介质：水 t1=30℃ t2=40℃ 要求将混合蒸汽冷凝并冷却至 40℃ 则： ①水蒸汽冷却放出的热量 Q1=118.5× 526+118.5× (120-40)=71811 Kcal/h 1× ②溶剂蒸汽冷却放出的热量 Q2=158.37× 81+158.37× 0.52× (68.7-40) +158.37× 0.42× (120-68.7) =18603.7 Kcal/h (其中 68.7 为 1 atm 下溶剂的饱和温度) 则 Q=Q1+Q2=.7=90414.7 Kcal/h =105157 W 故 需消耗水量为：ms ? Q C p水 ? t ? 90414 . 7 0 . 997 ? ( 40 ? 30 ) ? 9069 Kg / h初选换热器： 取冷凝器 K=200 W/m2℃ 冷却段 K=100 W/ m2℃ 设冷凝、冷却段水分界温度为 t ,则t ? 30 ? 118 . 5 ? 1 ? (120 ? 40 ) ? 158 . 37 ? 0 . 52 ? ( 68 . 7 ? 40 ) 90414 . 7 ? 31 . 31 ( C )o? 10故冷凝段传热温度差（蒸汽饱和温度按常压下 71℃计）33? t m1 ?( 71 ? 40 ) ? ( 71 ? 31 . 31 ) 2? 35 . 3571 31.31 - - - - - - - -- ? 40冷却段传热温度差?t m2 ? ( 71 ? 31 . 31 ) ? ( 40 ? 30 ) ln ? 21 . 54 71 ? 31 . 31 40 ? 3071 ? ? ? ? ? ? ? 40 31 . 31 ? ? ? ? ? 30则 冷凝段所需传热面积S1 ? [118 . 5 ? 526 ? 158 . 37 ? 81 ? 158 . 37 ? 0 . 42 ? (120 ? 68 . 7 )] ? 4 . 187 200 ? 35 . 35 ? 3 . 62? 12 . 93 (m )冷却段所需传热面积S2 ? [118 . 5 ? 1 ? (120 ? 40 ) ? 158 . 57 ? 0 . 52 ? ( 68 . 7 ? 40 )] ? 4 . 187 100 ? 21 . 54 ? 3 . 62? 6 . 4 (m )S=S1+S2=12.93+6.4=19.33 (m2) 实际取 S=S 计× 2=19.33× 2=38.66 m2 圆整 Sg=40 m2 若选Ф 25× 2.5 L=6m 加热管 则管数n ? S ?d 0 L ? 40 ? ? 0 . 025 ? 6 ? 85 ( 根 )采用Δ 排列取 t =1.3d0则D ? t (1 . 1 n ? 1) ? 3 d 0 ? 1 . 3 ? 0 . 0025 (1 . 1 8 . 5 ? 1) ? 3 ? 0 . 0025 ? 0 . 372 (m)取 D=400 mm 校核 （略）注：因本冷凝器为最终冷凝器，可考虑冷却介质温度比前述冷凝器低好。若无其他冷冻措施，可将水量增加至原来两倍，即： 2× Kg/h 。使水出口温度 t2=35℃，这样当传热面积满足前述 条件时使溶剂出口温度小于 40℃。换热器结构同上，即 Sg=40 m2 Φ 25× 2.5 L=6m Δ 排列 n=85 根 D=400mm附：一．预处理车间蒸汽消耗量汇总 设备 压力 （Kg/cm2） 软化锅 1.5 (绝压) 干燥器 2.0 (绝压) 总计 蒸汽消耗量 (T/d) 70.5 189.3 259.834二．浸出车间蒸汽消耗量汇总 压力 Kg/cm2 设备 (绝压) 溶剂预热器 1.5 蒸脱机 4 蒸脱机 1.5 一蒸真空泵 5 二蒸真空泵 5 二蒸加热蒸汽 3.0 汽提塔真空泵 5 汽提塔 2.0 汽提塔 4 解吸塔加热器 4.0 解吸塔 2.0 总计 三．浸出车间冷却水用量汇总 设备 一蒸二次蒸汽冷凝器 二蒸二次蒸汽冷凝器 汽提蒸汽冷凝器 一蒸加热蒸汽冷凝器 吸收石蜡冷却器 解吸塔蒸汽冷凝器 总计蒸汽消耗量 （T/d） 28.34 31.21+109.4=140.61 116.5 900× 24/ =21.6 30.8 40.8 15.7 1.0 3.65 2.85 423.45备注 间接汽 间接汽直接汽耗水量 (T/d) 43.56 .8 217.7 13571.46备注 146.8 m3/h 49.46 m3/h 43.73 m3/h 313.2 m3/h 6.7 m3/h 9.07 m3/h 568.96 m3/h35
100T浸出工艺及设备计算―汇集和整理大量word文档,专业文献,应用文书,考试资料,教学教材,办公文档,教程攻略,文档搜索下载下载,拥有海量中文文档库,关注高价值的实用信息,我们一直在努力,争取提供更多下载资源。