500吨年产香菇多糖提取综合车间设计

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1、500 吨年产香菇多糖提取综合车间设计一、设计任务和内容 1.1设计题目年产5 吨香菇多糖的工艺设计1.2 设计原始数据 厂区位置：河南郑州高新区 地势：厂区地势平整气温：最高温度40C最低温度-10C平均温 度15C(2)原料：香菇(3)产品：香菇多糖(4)产量：500吨/年(5) 工作制度：三班制年工作日300天(6)乙醇回收车间有关数据发酵液酒精浓度：70%(v)精馏塔操作压强：0.02MPa精馏塔 进料温度：30C精馏塔塔顶温度：78.5C精馏塔塔釜温度：99.6C精馏塔进料浓度：32%(V)精馏塔塔釜产品浓度：0.01%二、设计说明2.1 全厂总平面布置全厂总平面设计为本设计的一项重

2、要任务，总平面设计合理与否，直 接影响新建厂能否节约而有效的的顺利进行，影响到新建厂后的生产、管 理、成本、能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。总 平面设计的基本原则为；(1) 建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生 产作业线；(2)原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程 疏通，避免交叉和往返；（3）厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运 路线和人员路线不交叉；（4）适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但 必须符合防火和卫生技术条件的要求；（5）在保证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽 量紧凑，根据生产的特点和设计拟建

3、的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为 几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并 符合卫生防疫和环境美化。2.1.1 原料厂及堆场本厂的主要原料是香菇，香菇受潮容易腐烂发霉，所以要防止雨淋。 同时应保证良好的通风条件。应设计在工厂主干道旁并且靠近粉碎车间， 以便减少运输。2.1.2 生产区生产区是工厂的主要组成部分，占地面积很多。生产区的布置在工厂 的中心地带，与大门直接相对，使工人上下班和运输都比教方便。建筑物的相对位应符合生产流程的要求，同一生产系统多生产线路尽 可能成链状列。建筑物之间的距离，在满足防火要求的前提下尽量缩小， 以减少建筑面积。提高建筑系数和场地利用

4、系数。厂房的方向、位置和间距应符合采光通风的要求。从方向来说，按生 产流程方向自东向西；就位置而言，苛重和震动大的车间，如锅炉房等， 力求设置在地址较好的地段上。为了获得较好的自然采光以及厂房的防震 效果，大部分采用工字形、L形、11形厂房，外形简单整齐。为了获得良 好的通风条件，厂房与主导风向仍成 45 度角。辅助附属车间及其它服务环节的位置位于其服务范围的中心或靠近主 要服务对象。如原料场靠近车间，废渣回收靠近运输路线。生产性质相同 的车间或辅助环节，做到尽量联合布置，在大厂房中，这样可以缩短距离 提高场地的利用率和办事效率。而各种不易受气候影响的设备如塔等，均 采用露天布置，这样可以节省

5、投资。合理的进行厂内道路布置，对提高运输效率，保证运输安全等均有重 要意义。道路的宽度主要取决车辆通行量、行使车辆的型号和工厂的规模 拟建厂设计道路宽度为 9 米，道路的交叉口为圆形。工厂绿化可分为生产区绿化、厂前区的绿化、生产区与生活区之间隔 离地带的绿化。生产区的绿化能减弱生产中散发出来的有毒气体和噪音对 人体的影响。同时能净化空气，吸收生产过程中散发出来的烟尘，有助于 改善厂区的气候，而且能减少夏季阳光的辐射，在冬季能防风，有利于保 温。2.1.3 厂前区厂前区的建筑包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等。其中行政 楼位于主干道前，靠近工厂边缘。研发楼、医务室位于主楼后边，周围设 绿化带

6、。2.1.4 动力区动力区包括配电室、锅炉房等，他们尽量靠近其服务的车间。这样可 以减少管路的铺设和运输过程的损耗。配电室位于工厂的东南侧，靠近外 部输电线。2.1.5 辅助车间主要的车间有备件库、机修车间、消防车间等。他们尽量靠近生产区 以便在生产车间发生故障或以外事故时能及时进行修理和抢救。2.1.6 仓 库区仓库区包括原料仓库和产品仓库，他们都位于主干道旁以便于运输， 成品仓库靠近喷雾干燥的附近。综上所述，平面布置有以下特点：（1）厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应。原料、半成品和成 品形成整个顺序尽量保证流水作业，避免逆行和交叉；（2）锅炉房、变电站等辅助车间尽量靠近其主要部门，以缩

7、短其间 距离，节省投资。（3）由厂前去到生产区的主要干道，应避免与主要运输道路交叉；（4）尽量使大多数厂房向阳、背风、避烟尘瓦斯等，尽可能使各车 间采用自然光和自然通风等；（5）按防火规范的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定；（6）根据卫生规模的要求，将生产区布置在生产区的下风向。由严 重毒害和烟尘的气体，尽量布置在厂区的下风向；（7）根据环保的要求，生产区设有废渣处理站，废水处理站等设施8）考虑工厂今后的发展，在产区间留有建筑余地；（9）尽量做到以生产区为轴线，再考虑辅助车间、行政楼和道路的安排 2.2 三废的处理及回收在香菇多糖的生产过程中会用到氯仿-正丁醇，所以会对水有一定程 度的污染

8、，为了解决这个问题，采取对氯仿-正丁醇的回收利用。在这个 工艺中，基本上没有废气污染，同时废渣可以发酵生产香菇醋，具有很好 的利用价值和经济价值。拟建工厂在整个生产工艺中，采用比较成熟的水提醇沉提取法进行提 取多糖，然而，生产中所用的水、乙醇等都能回收利用；对于所用的乙醇 采用精馏对其提取，并再次用于香菇多糖的提取中。提取香菇多糖后的残 渣，可以对这些残渣进行发酵生产香菇醋，以获得更好的经济利益。因此， 本生产工艺无“三废”排放，可实现清洁生产。2.3 车间布置说明本厂采用水提醇沉法制取香菇多糖，并将所用的乙醇进行回收再利用 处理。根据实际情况，设计包括以下几个过程：粉碎过程，提取过程，分 离

9、过程，发酵过程，精馏过程以及其它辅助过程等。本设计任务重点是酒 精精馏过程。因此，下面主要介绍一下精馏塔布置情况。由于精馏过程的主要设备是精馏塔，精馏塔属于露天式。车间为两层楼结构，长为20m,宽为6m，高为14.1m, 层高为7m,二层高为7.1m。 精馏过程设有冷凝器和再沸器，及储罐等其它设备。本车间还具有以下特点：（1）辅料车间与使用设备靠近。（2）按流程要求，为了减少动力消耗，提高了醛塔的位置，换热器 安装位置稍高，也节省了动力消耗。适当靠近。(4) 较合理的安排厂房的出口，通道和楼梯的位置。(5) 各设备统一安排，排列整齐，有足够的操作空间，符合工艺流 程的要求。车间布置图，分平面布

10、置图和立面布置图，图上标出了各主要 设备的定位尺寸；图上标有轮廓线、楼梯等位置。三、工艺计算及设备选型3.1 设备工艺计算及选型 3.1.1 提取罐的计算及选型物料衡算：设工作300天，则可知每日产量约为1.6671/天，按提取率为7%计算, 每次投料约为101。提取过程的温度为90C，料液比为1:20,所以可知加 水量为 m 水=20 某 10000=200000kg因为提取中主要含有水，则溶液密度可按水密度来计算；则V=m 水/1000=200m3取V实际=1.5V,则V实际=300m3热量衡算：由于为间歇式操作，里面保持90C恒温提起，其中需要的热量为可 用下式计算：Q=CmAT在提取时

11、，里面主要是大量的水，所以比热容近似可按水的计算，C=4.2kJ/molK；故，Q=CmAT=4.2 某(2000+100)某(90-25)=57330000kJ总传热系数由经验可知：K=2000W/mC所以可的加热面积为：AQ5733004.4m2K（tt0）2000（9025）所以提取罐的体积为3m3,设计选用20个提取罐尺寸如下表：提取罐主要参数表 公称体积实际体积加热面积加料口直径外形尺寸加33m34.5m2400mml300某3850搅拌速率排出口直径质量配套电机60r/min800mm2050kg4kw3.1.2 蒸发器的计算及选择蒸发设备在结构上必须有利于过程的进行,因此,选用和

12、设计蒸发器设备时应考虑以下几点：1）尽量保证较大的传热系数2）要适合溶液的一些特性,如黏度、起泡性、热敏性、溶解度随温度变化的特性及腐蚀性；3）能完善地分离液沫4）尽量减少温差损失5）能排出溶液在蒸发过程中析出的结晶体6）能方便地清洗传热面综上所述，选取了单效蒸发过程，计算如下：水分蒸发量在蒸发器中,从溶液中蒸发出的水分可由一般物料衡算方程解出,即F某 0二（F-W）某F（某某0）某F（10）所以W某某F溶液加料量，kg/hW水分蒸发量,kg/h某0，某料液与完成液的质量分数，%其中某0=0.35%，某=1%，F=20t/h 则：W=13t/h蒸汽消耗量在蒸发器中所消耗的热量主要是供给发生二次

13、蒸发所需的潜热，除此 之外，还要供给溶液加热至沸点及损失于外界热量，所以蒸发量由以上三 者之和决定，可以通过热量衡算求得；DI+FCt0二Wi+(FC-WC)tl+DC+q，D(I-C)二W(i-C tl )+FC( t1-t0 )+q，由上式可以计算计算热蒸汽的消耗量：D=W(i-Ctl)+FC(tl-t0)+q/(I-C)假设加热蒸汽和二次蒸汽都在冷凝温度时排出，贝U(I-C)与(i-Ctl)分 别为加热蒸汽和二次蒸汽的蒸发潜热。所以上式可简化为：D=Wr+FC(tl- t0)+q，/R式中：C溶液的比热容，kJ/molkD加热蒸汽的消耗量，kj/hl 加热蒸汽的热含量，kj/moli二次

14、蒸汽的热含量，kJ/molR加热蒸汽的 蒸发潜热，kj/molr二次蒸发的蒸发潜热，kj/mol冷凝水的温度，Kt0，t溶液最初温度与最终温度(沸点)，Kq，损失于外界的热由于多糖含量为0.35%20%，则溶液比热容C近似为：C=C2(1-B)则,C=4.2 某(1-0.35%)=4.18kJ/kg K。料液温度为30C，出口为100C，蒸发器蒸发的压力：101.3KPa,极热蒸汽是143.3KPa下的饱和温度，在此温度下，可知r=2257kj/kg，R=2230kj/kg故，D=1.57t蒸汽/h因为Q二DR=15700某2230=9775.8KW所以传热面 积：A=Q/KT 已知 K=17

15、04W/m2K则传热面积A=97758/1704某70=1.6m2蒸发器的主要尺寸加热室主要尺寸：选用15mm某3mm，长为lm的不锈钢管作为加热 管，则管数为：nAl.634 根;d0l3.140.015 为了安全，取 n=34 某 1.1=38 根。加热管按正三角形排列，则管束中心线上的管子数约为：nC=1.1n1/2=1.1 某381/2=7 根取管心距S为50mm，取管束中心线上最外层的中心至壳体内部的距 离b为1.5d0,则极热室直径为：di二S(nc-1)+2b，=50 某(7T)+2 某(1.5 某 15)=345mm圆整后去 di=400mm循环管尺寸计算：根据经验，循环管的截

16、面积取 80%的加热管总面积 即循环管总面积为：f0.8nd020.8380.785(153)20.0035m24 所以循环管直径为：d4f40.00350.0668m3.14圆整后取 d=70mm分离室尺寸计算：取分离室高度为lm。假设蒸发时的真空度为-0.08MPa,相当于绝对压强的20KPa,二次蒸汽的密度P为0.131kg/m3, 则二次蒸汽的体积流量为：VSW1300.4m3/360036000.131 取允许蒸发体积强度为 VS,y=1m3/m3 ， 则：DZ4VS40.40.731m，取DZ=800mmVS,y3.14所设计的外循环蒸发器主要 尺寸如下表4.2：表 4.2 外循环

17、蒸发器主要尺寸表加热管加热室分离室循环管规格长度/m根数直径长度/m直径高度/m直径/mm/mm/mm15mm 某 3m138400 约 1800170m3.1.3 醇析罐设计计算醇析过程主要是将水提后的多糖溶液进一步 进行醇析提取,已得到纯度较高的多糖。醇析过程主要在常温下进行操作 因为乙醇容易挥发,温度过高会使乙醇大量挥发而产生浪费,并且高温操 作也会带来危险。（1）醇析罐体积计算物料衡算：由于整个过程为间歇操作，按照任务量可知每次进料为2000kg，含 糖量为0.35%,经过蒸发器蒸发浓缩后浓度达0.1%,可计算出每次投入醇 析罐的量为：2000 某 0.35%=1%m贝Ij, m=7/

18、0.01kg=700kg由于加入的糖溶液中 99%为水，则溶液密度近似可按水密度计算，则：V 水=700/1000m3=0.7m3按照物料衡算可计算得到加入 95%乙醇的体积，计算如下：(V 水+V) 70%=95%VV2m3所以，每次加入 95%乙醇的量为 2m3。因为可按体积加和性来计算，所以可近似认醇析时的体积为2.7m3。取装填系数为：0.85则，V实=2.7/0.85=3.1m3,查文献16可取醇析罐 H/D=l.l(按反应器类型选择)。11 所以，VD2H1.1D344D34V43.11.5=1.65m3=1.5m，H=1.1D=1.1 某3.141.13.141.1(2)醇析罐材

19、料选择设计选用三个提取罐，取其壁厚为20mm，材料为20R (GB6654)；许用温度为-20C ；厚度20mm34mm；压力位1.01MPa。3.1.4脱蛋 白罐设计计算脱蛋白过程主要是为了使多糖里含有的蛋白类物质脱除掉，因为蛋白 存在将对多糖的保健及医疗效果有较大影响。在脱蛋白过程中按照1:1 的 物料与氯仿-正丁醇的比例混合脱除，脱除温度在常温下进行。(1) 脱蛋白罐体积计算加入的过滤后的多糖经过与水1:10溶解后加入到脱蛋白罐，则加入积可得：m=7 某 10kg=70kgV1=m/p=70/1000=0.07m3所以 V=2V1=2 某 0.07=0.14m3 取装填系数为：0.82则

20、,V实=0.14/0.82=0.17m3,查文献18，可取醇析罐H/D=l.l(按反 应器类型选择)。11 所以，VD2H1.1D344D34V40.173m=444mm，圆整后取 D=450mm,3.141.13.141.1H=1.1D=1.1 某 450mm=495mm(2) 脱蛋白罐材料选择设计选用三个提取罐，取其壁厚为10mm，材料为20R (GB6654)；许 用温度为-20C ；厚度10mm34mm；压力位1.01MPa。3.1.5干燥器的计 算及选择设计处理的多糖液体含水量为 85.7%(湿基)，环境温度 t0=20C， 相对湿度为80%，加热蒸汽的压力为0.8MPa，进风温度1

21、1=160C，排风 温度12=80C，产品的含水量为2%。(1)水分蒸发量WG1W1W285.728.757.5kg/h100W21002 (2)多糖产量G2G1100W110085.78.751.28kg/h100W21002 (3)进风量根据t0=20C，相对湿度为80%，在IH图上查得某0=0.0118kg水 蒸气/kg干空气I0=49.24kJ/kg干空气当11=160C ,t2=80C时，在IH图上查得Il=I2=192.59kJ/kg干空气某=0.0425kg水蒸气/kg干空气所以，LW7.5244.3kg干空气/h某2某00.04250.0118根据计算求得空气在20C 时比容Y

22、 0=0.87m3/kg干空气所以进风量为：V0二Lv 0=244.3某 0.87=212.54m3/h (4)排风量根据计算，80C时，尾气排出时的含湿空气比容Y 2=1.09m3/kg干空 气所以排风量为:V2=Lv 2=244.3某1.09=266.3m3/h (5)总热耗理论热耗：Qt=I(I2T0)=212.54 某(192.59-49.24)=30467.6kJ/h 因 为在运行中有设备的热量损耗，这里设定热量损耗为8%，则QPQ 1n30467.633117kJ/h0.92 (6)空气加热管面积查饱和水蒸汽性质表得，当表压为0.8Mpa时，饱和蒸汽温度为 T=174.5C，饱和蒸

23、汽的比热焓为：I=2778kJ/kg，冷凝水比热焓 i=734.1kJ/kg。tm(Tt0)(Tt1)(174.520)(174.5160)59.20CTt0174.520lnln174.5160T t1 对数平均温度为：贝I，极热面积AQP331176.7m2K 1m8459.2 (7)蒸汽消耗量QP3311716.1kg蒸汽/hIi2778734.1所以，可选择喷雾干燥器型号为:PD-2 型，其主要技术参数如下表 4.3：表4.3喷雾干燥器主要参数表型号水分蒸发量/kg所需功率/kwPD-214353.1.6 储罐的选择 储罐(I)的用途是用来暂存原料，主要起到缓冲作用然后送入下 一步处理

24、。设计按一天提取的任务量来计算，则所需要的体积为：V=3 某 3=9m3；填充系数：0.85罐实际容积：V实=10m3查文献16,可选储罐型号为：HG5-1574-85计算容积为10m3，储罐内径为2000mm，罐壁高度为：3185mm，拱顶 高度为：260mm，总高：3445mm，拱顶厚度：5.5mm。所用材料为：20R (GB66547)V储罐的液位计选择：钢与玻璃烧结液位计(HG216061993)其适用范围：钢与玻璃烧结液位计用于观察化工、石化、医药等。使 用温度：0180C设计压力：-0.12.5MPa其储罐主要参数见下表4.4 (a)表4.4 (a)提取后原料储罐主要参数表公称容积

25、公称直径拱顶高度拱顶厚度总高度管壁高度 /m3/mm/mm/mm/mm/mm10200085.534453185储罐(II)的用途是存储乙醇本储罐标准系列的设计压力为常压，设计温度为0CWtW200C，公 称容积 Vg 为 0.18m3。所以根据乙醇储罐的大小可选择储罐型号为：HG5-1573-85-19，其主 要参数如下表 4.4：表4.4 (b)乙醇储罐主要参表公称容积全容积公称直径厚度高度允许腐蚀裕储罐质量/m3/m3/mm/mm/mm 度/mm/kg66.282000820002.511604.2 主要设备工艺计算 及选型 4.2.1 精馏过程原理和条件精馏是多级分离过程，即多次而且同

26、时运用部分气化和部分冷凝的方法，使混合液得到较完全分离，以分别获得接近纯组分的操作。利用t- 某-y相图，可以对精馏原理作具体的分析说明。如图4.1将组成为某F,温度为tF的混合液加热到tl,使其部分气化，并将气相与液相分开，可得到气相组成为y1,液相组成为某1产品。图4.1多次部分汽化和冷凝的t-某-y理论上多次部分气化在液相中可获得高纯度的难挥发组分，多次部分 冷凝在气相中可获得高纯度的易挥发组分，但因产生大量中间组分而使产 品量极少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化 过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。如下图 4.2 所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，

27、使釜中残 液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得 到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定 液层。上升蒸汽和下降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于 中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部 分则上升经各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高 而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温 度由下向上逐渐降低。图 4.2 精馏塔中物料流动示意图精馏操作分析可知，为实现精馏分离操作，除了具有足够层数塔板的 精馏塔以外，还必须从塔顶引人下降液流(即回流液)和从塔底产

28、生上升蒸 汽流，以建立汽液两相体系。因此，塔底上升蒸汽流和塔顶液体回流是精 馏过程连续进行的必要条件。3.2.2 精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)，液两相之间的传质，而作为气(汽)，液两相 传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)，液两相得到充分的接触，以 达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备 下列各种基本要求：(1)气(汽)，液处理量大，即生产能力大时，仍不致 发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。(2)操作稳定，弹 性大，即当塔设备的气(汽)，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的 传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可

29、靠性。(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节 省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将 使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(5)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。(6)塔内的滞留量要小。3.2.3 塔设备的类 型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用 板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类 繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔，浮阀塔，筛板 塔，穿流多孔板塔，舌形塔，浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。工业上最早使用的是

30、泡罩塔（1813 年），筛板塔（1832 年），其后，特 别是在本世纪五十年代以后，随着石油，化学工业生产的迅速发展，相继 出现了大批新型塔板，如S型板，浮阀塔板，多降液管筛板，舌形塔板， 穿流式波纹塔板，浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情 况看，主要的塔板类型为浮阀塔，筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广 泛。（1）筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀 塔的 80%左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率高， 比泡罩塔高 15%左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板

31、塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小 （约23）。小孔筛板容易堵塞。（2）浮阀塔在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩 在塔板开孔上有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节， 使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率， 压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的 物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传 质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径， 大者可达10m,塔咼可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为

32、它具有下列特点：处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040%，而接近于筛板塔。 操作弹性大，一般约为59,比筛板，泡罩，舌形塔板的操作弹性要 大得多。 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。液 面梯度小。 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080%，为筛板塔的 120130%。根据工艺要求，本设计中选用浮阀塔。3.3 精馏塔工艺设计计算 3.3.1 精馏塔的物料衡算根据任务可知，年产酒精是1800吨，按每年150天计算，则平均产 量为1.8106500kg/h；15024

33、产物浓度(酒精)95%(v)，而换算为质量浓度为93.9%； 进料体积浓度为 70，换算为质量浓度为 67.2；查文献19可知：乙 醇含量70%时，密度0.879g/ml；乙醇含量95%时，密度0.804g/ml。67.2/460.44567.2/4632.8/18所以93.9/46 某 D0.85893.9/466.1/18 某FMF(0.445460.55518)g/mol30.46g/molMD(0.858460.14218)g/mol42.02g /molD500kmol/h11.9kmol/h40.020.01/460.000040.01/4699.99/18 釜液出料浓度控制在 0

34、.01以内，所以某 W 全塔物 料衡算：F=D+WF 某 F=D 某 D+W 某 W又因为DFW某 F 某 W 某 D 某 W 某 D 某 F 所以解得 F=22.95kmol/hW=11.05kmol/h 工艺中采用冷液进料，又因为 L=RD 其中取 R=2.5由T-某-Y图可知，当某F=0.445时，乙醇一水溶液的泡点为80.05C，在品均温度为(80.05+30)/2=55.03C下，查文献17附录查 的乙醇与水的相关物性参数为：乙醇的比热容2.994kJ/kg K乙醇的汽化潜热864kJ/kg水的比热容4.18kJ/kg K水的汽化潜热2258kJ/kg换算成摩尔单位:乙醇的摩尔比热容

35、CmA=137.73kJ/kmol K乙醇的摩尔汽化潜热rA=38916kJ/kmol 水的摩尔热熔 CmB=75.26kJ/kmol K水的摩尔汽化潜热 rB=40644kJ/kmol比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流假设，则：加 料液的品均摩尔热容：CmpCmA 某 ACmB（1 某 A）137.730.44575.260.555103.06kJ/kmolK 加料 液的平均汽化潜热：rrA 某 ArB（1 某 A）389160.445406440.55539875.04kJ/kmol 所以可得q1Cmpr103.061（80.0530）39875.041.13（Tt）3.3.

36、2理论塔板数的计算（1）作t-某-y图查文献17可知乙醇一水溶液气液平衡数据，作t-某-y图t/C图4.3常压下乙醇一水溶液的t-某-y图图4.4常压下乙醇一水溶液的某-y图（2）由平衡数据作得某-y图，求得最小回流比因为乙醇一水溶液的某-y曲线是非正常曲线，所以只能用图解法求 得最小回流比，方法是过某D点作与某-y相切的直线，直线交于y轴（0, 0.27），求得直线的斜率k，由此可以得到k = 0.66；所以Rmin0.66,Rmin=1.9，Rminl则由经验数据取得R=2.5（1.12.0） Rmin，则R=2.5。则精馏段操作线方程为：yn1 某 LDR 某 n 某 D 某 nDVVR

37、1R12.50.858 某 n2.512.510.714 某 n0.245 提馏段液相流量：L，二L+qF=29.75+1.13 某 22.95=55.68kmol/h 提 馏段汽相流量：V二L，-W=55.68-11.05=44.63kmol/h则提馏段操作线方程为：ynlD 某 F 某 FL 某 nDVV55.6811.90.85822.950.445 某 n44.6344.631.25某n0.000057 (3)逐板计算法计算理论板数由相平衡方程ya某y可知，某1(a 1)某 a(al)y根据乙醇水体系的相平衡数据可计算出相对挥发度，结果如下：当 某0.7, y0.755 时，a=1.2

38、9;当某 e(0.6, 0.7),ye(0.698, 0.755)时，a=1.43;当某三(0.5, 0.6),ye(0.657, 0.698)时，a=1.72;当某 w(0.3, 0.5),yW(0.575, 0.657)时，a=2.44;当某V0.3, yV0.575 时，a=4.5;因为 q=1.13，则由 某q (R1)某F (q 1)某D可得：Rq 某 q3.50.4450.130.8583.51.130.46 已知塔顶 y1 某 D0.858，按逐 板计算方法可算：精馏段：从第一块板下降的液相组成：某 1y10.8580.824a(a1)y11.290.290.858从第二块板上升

39、的汽相组成：y20.714某10.2450.7140.8240.2450.833从第二块板下降的液相组成： 某 2y20.8330.795a(a1)y21.290.290.833从第三块板上升的汽相组成：y30.714 某 20.2450.7140.7950.2450.813从第三块板下降的液相组成：某3y30.8130.772a(a1)y31.290.290.813从第四块板上升的汽相组成：y40.714 某30.2450.7140.7720.2450.796 从第四块板下降的液相组成：某 4y40.7960.752a(a1)y41.290.290.796 从第五块板上升的汽相组成：y50.

40、714 某40.2450.7140.7520.2450.782 从第五块板下降的液相组成：某 5 同理可知：y50.7820.736a(al)y51.290.290.782y60.77,某 60.721；y70.759, 某 70.709； y80.751, 某 80.678； y90.729,某 90.652；y100.71,某 100.631； y110.695，某 110.569；y120.651,某 120.434 某 q0.46；因为某12某q,则从第十二块板加料，此处为进料板。提馏段：从第十三块板上升的汽相组成：y131.25 某10.0000571.250.4340.000057

41、0.54244 从第十三块板下降的液相组成：某 13y130.542440.208514a(a1)y134.53.50.54244 同理可知：y140.260586,某 140.072628； y150.090728，某 150.021693；y160.027059,某 160.006142； y170.007621，某 170.001704；y180.002073,某 180.000461； y190.000519，某 190.000115；y200.000087,某 200.000019 某 W0.00004；所以求得理论板数为 20 块，加料板载第十二块。(4)塔板效率的计算塔顶：某 D

42、=0.858 时，tD=78.2C塔釜：某 W=0.00004 时，tW=99.6C78.299.688.9C，由此查文献17所以塔顶和塔釜的算数平均温度为t2 知，在 88.9C时，乙醇 0.4mPa；水 0.3mPa。根据公式 lgLm 某 ilgi 可得：Lm10(0.445lg0.40.555lg0.310(0.177110.29026)0.34 所以，由奥康奈尔关联式：ET0.49(l)0.245可得塔板效率为：ET0.49(l)0.2450.49(2.10.34)0.2450.532 (5)实际板数及加料位置 的确定NNT120225.7，取整数 N36 块 ET0.5321212

43、0.6，取整数 NF21 块 0.532所以在第 21 快板加料(由上向下数)3.4.1 除沫器由文献20可知，除沫器的适宜气速为加料板位置 NFu0.108LV779.941.440.108m/2.51m/V1.44 除沫器的直 径为D4VS40.314m0.399mu3.142.51 则选取高效丝网除沫器，高度为 150mm3.4.2 接管直径计算1)塔顶蒸汽出口管径因为阀孔气速uma某可以达到7.8m/,所以取蒸汽速度uD10m/，则管 径为dD4VS40.314m0.2mu3.1410 查 GB8163-87,选用 245 某 10mm 的热轧 无缝钢管（2）回流液管径由于靠重力回流，

44、所以选用回流液流速为uR=0.3m/，则管径4LS43.8104dRm0.04mUR3.140.3查GB8163-87可知，选用45某2.5mm的热轧无缝钢管（3）进料管径由于用泵进料，所以选用 uF=1.0m/又 FSFMLF22.9530.463m/2.4104m3/，则管径为：3600LF3600806.784FSdFuF42.4104m0.0175m3.141.0查GB8163-87，选用22某2mm的热轧无缝钢管（4）釜液 排除管径釜液流出速度取 uW=0.5m/又 WSWMLW11.0518m3/5.8105m3/，则管径为：3600LW3600952.44WS45.8105dWm

45、0.013mUW3.140.5查GB8163-87，选用18某2.5mm的热轧无缝钢管（5）进气管径由于操作表压为0.02MPa，进气量VS二V=41.65kmol/h，取u=10m/1841.653m/0.28m3/,则管径为：又VS36001.08dW4VS40.28m0.189mu3.1410 查 GB8163-87,选用 203 某 6mm 的热轧无缝钢管3. 4精馏塔机械强度设计及校核3. 4. 1 材料的选择筒体与封头材料选用20R,群做材料选用Q235-A，材料的有关性能参 数如下：20Rot=132MPa,o=133MPa,oS=245MPa； Q235-Aot=113MPa,

46、 o=113MPa,S=235MPa；E=1.9 某 105MPa3.42 按计算压力计算筒体和封头的厚度筒体：SPCDi0.1800mm0.35mmt2PC21320.850.1 封头采用标准椭圆封头：SPCDiK0.18001mm0.35mm t20.5PC21320.850.50.1 加上壁厚附加量 C=2mm，并圆整，还应考虑刚度、稳定性及多种载荷等因素，取筒体、封 头和裙座的名义厚度Sn均为10mm，则Se=Sn-C=10-2=8mmo 3.4.3塔的质 量载荷计算3.4.3.1 塔壳和裙座的质量(1)圆筒塔体圆筒总高度：H0=10.8mm1(D02Di2)H0 钢(0.8220.8

47、2) 10.87.85103kg2156.3kg44(2)封头质量查的DN800mm，厚度为10mm得椭圆封头质量约为73kg，贝lj：m2=73 某 2=146kg(3)裙座质量按圆筒计算加3(D0Di2)HS 钢(0.8220.82)27.85103399.3kg44 所以，m01二ml+m2+m3=(2156.3+146+399.3)kg=2701.6kg3.4.3.2 塔 内构件质量443.4.3.3 人孔、法兰、接管与附属物质量ma=0.25m01=0.25 某 2701.6=675.4kg3.4.3.4 保温材料质量为封头保温层质量，保温层材料为复合硅酸盐，厚度为100mm。 m0

48、3m0322(D2)DH2m0S0020340.784(1.0220.822)10.83000.3983001055.4k g3.4.3.5 平台、扶梯质量m04122(D2d2B)(D2d)002nqPqFHF4122(0.8220.120.9)(0.820.2)22150 401341333.9kg 式中：qp平台单位质量，为150kg/m2； HF扶梯高度，为13m；qF笼式扶梯的单位质量，为40kg/m；n平台数量，2个。3.4.3.6 操作时塔内物料质量m04DihLLDih0LrfL44hL=0.05m，Lvf=0.199m3；所以，LL2779.94879.59829.77kg/

49、m3，塔釜深度 h0=1m,2m040.7850.820.0536829.770.7850.821829.770.199829.77(750.441 6.9165.1)kgl332.4kg3.4.3.7 充水质量m054(0.7850.8210.8100020.1991000)kg5823.9kgDi2H0w2vfw3.4.3.8 全塔操作质量、全塔最小质量及最大质量全塔操作质量：塔自振周期：T190.33Hm0H1033ESeDiT190.33141008455.2141001030.5531.91088003.5 全厂附属设备选型3. 5. 1 换热器的选择已知条件：进口流量为：700kg

50、/h循环冷水入口温度：25C，出口温度:40C料液入口温度：100C，出 口温度：30C定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可 取流体进出口温度的平均值，故壳程混合气体定性温度为：T=100+30/2C=65C管成流体的定性温度为：t二40+25/2=32.5C混合液体在65C下的物性参数如下(近似按水的计算)：密度PlPl=980.5kg/m3定压比热容CPlCPl=4.178kJ/kgK热导率 入1入 l=0.663W/m K 粘度 u1u 1=0.438 某 103uPa 表4.17 乙醇水精馏塔机械设计结果汇总表塔的名义厚度荷及其弯塔 的载矩质量载荷风弯矩地震弯矩计算压力

51、引起的轴向应力操作质量引起的 轴向应力最大弯矩引起的轴向应力最大组合轴向拉应力最大组合轴向压应 力强度校核强度及稳定性校核筒体Sn=10mm,圭寸头Snh=10mm，裙座 Sn=10mmm0=8455.2kgmma 某=12271.3kgmmin=6037.6kgMw0-0=1.09 某 108NmmMwl-l=9.7 某 107NmmM2-2=8.5 某 107NmmwME0-0=4.98 某 107NmmMEl-l=4.4 某 107NmmM2-2=4.0 某 107NmmEol=2.5MPao20- 0= 4.1MPao21T=4.03MPao 22-2=3.93MPao30-0二 27

52、.1MPao31- 1二土 24.1MPao32-2二 21.4MPaoma 某 2-2=19.9MPaoma 某 0-0= 31.2MPaoma 某 1T= 28.31MPaoma 某 2-2=25.3MPaoma 某 2- 2=19.9MPaKo t =136.64MPa 满足强度条件 oma 某 0-0=31.2MPa筒体时的应力校核裙座基础环设计oma某2-2=3.69MPa0.9oS =187.43MPa 满足强度条件 oma 某 2-2=12.1MPa根据公式Q=m1cp1A t1可计算出需要的热量Q,贝lj：K=313W/m2K,故，AP二Q1/KA tm=56900/313 某

53、 22.2=8.2m2，所以传热面积为 8.2m2。56.9103所以冷却水用量m3600kg/h4.174103(4025)故换热器结构尺寸选择如下：管径和管内流速选取19mm某2.5mm较高级冷拔软热管(碳钢)，取管内流速为1m/管程数和传热管数V可根据下式计算：nSdiu4其中：nS单程管子数V管程流体的体积流量，m3/di传热管内径，mmn管内流体流速, m/1所以可得到：nS7根0.014214按单程计算，所需要的传热管长度为：LAP8.219.6md0nS3.140.0197 按计算结果可知，单程时传热管过长，宜采用多管程进行操作，则根据其 换热面积可选择换热器型号为尺寸如下表4.

54、18： （U形管式换热器）表 4.18U 形管式换热器主要尺寸表换热公称直管尺寸中心排管程流通面换热器管排列方管程数/N面积径/m/mm管数积/m2长度L/m法/m2正方形旋0.325425 某2.550.0019611.2转 45o 排列3.5.2 过滤机的选择三足式离心机对物料浓度的变化，物料过滤性能的变化适应性好，而 且滤饼易于洗涤，洗涤时间和洗涤水用量可随意调整，三足式离心机的分 离因数为 5001000，转鼓直径为 3002000mm。1）提取后离心机选择任务量：Q=2000/8=250kg/h所以，根据其任务量查文献16可知，选择离心过滤机型号为：SS- 200-N,主要性能参数如

55、下表4.19：表 4.19 离心过滤机主要尺寸表转鼓内径某高名称转速/rim-1装机产量/kg有效容积/L度/mm三足式上部卸1200 某450900300250料离心机配套电机功率外形尺寸（长某最大分离因数机器质量/kg制造厂/kw宽某高）/mm2315某 1720 某 18湘潭市离心机54515230005厂2）醇析后离心机选择其任务量和提取后的任务量基本相同，则离心机型号为：SS-200-N, 主要性能参数如下表 4.20：表 4.20 离心过滤机主要尺寸表转鼓内径某高名称转速/rim-l装机产量/kg有效容积/L度/mm三足式上部卸1200 某 450900300250料离心机配套电机

56、功率外形尺寸（长某最大分离因数机器质量/kg制造厂/kw宽某高）/mm2315 某 1720 某 18 湘潭市离心机54515230005 厂3.5.3 泵的选择泵1选择：中间给料泵的特点：（1）流量稳定；（2）一般扬程高；（3）有些原料黏度较大或含固体颗粒；（4）泵入口温度一般为常温，但某些中间给料泵的入口温度也可以大于100C；（5）工作时不能停车。选型要求：1）一般选用离心泵；(2)扬程很高时，壳考虑用容积式泵或高速泵；(3)泵的备用率为100%。扬程计算：Pv2Pv2H(z)d(z)g2gg2g其中，P=0.1MPa，接管直径：190mm某5mm0.250.25v8.82m/20.78

57、50.192d4Z=3.85mPv21008.822 所以，H(z)d(3.85)m7.83mg2g10009.829.8根据流量和扬程选择离心泵型号为：IS50-32-160,其主要参数如下表4. 21；表 4.21 离心泵主要参数表转速流量m3/扬程m效率14506.384.8电机功率轴功率必须气蚀余量质量(泵/底座)r/mkg0.550.292.050/38其他泵选型方法相同，选型结果如下：泵:IS50-32-125泵:IS50-32-125 泵:IS50-32-160 泵:IS50-50-125 泵:IS50-32-125 泵 :IS50-32-160 泵:IS50-32-160 泵:

58、IS50-32-125 精馏塔回流泵：IS50-32-125塔底泵：:IS50-32-125符号说明符号 AATDdDCmH0LWh0hWHTVLVSLSQouuNlw 意义与单位换热面积，m2 塔截面积，m2塔径，mm塔接管直径，m蒸汽流量，kg/摩尔比热容， KJ/(kmol.k)塔体圆筒总高度，m堰长，m降液管底隙高度，m堰高，m板间距，m精馏段汽相流量，kmol/h精馏段液相流量，kmol/h精馏段汽相 体积流率，m3/提馏段汽相体积流率，m3/热量，KJ/h表面张力，mN/m黏 度，mPa 流体流速，m/塔板数，个符号MWMVmMLmF意义与单位风弯矩，N mm汽相平均摩尔质量，g/mol液相平均摩尔质量，g/mol动能因数平均 温度推动力，C板上液层充气因数密度，kg/m3边缘区跨宽度，m总传热 系数，J/ (m2 K)容器厚度，mm塔的自振周期，地震弯矩，N mm溢流 液前的安定区宽度，m降液管中的停留时间，塔有效高度，m平均相对挥 发度塔板效率平均压力降，KPa塔内温 度， tm0WCK6TlMEWS0ZaETP thw塔高，m溢流液高度，m