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目 录 前 言………………………………………………………………….2 第一部分：设计初论…………………………………. ……. 3 1.设计方案…………………………………………………………………………….. 3 2.原始条件....................................................................................................................... 3 3.工艺参数………………………………………………………………………………3 4.流程的确定………………………………………………………………………… 4 第二部分：浸出车间的物料衡算………………………………4 1. 物料系统………………………………………………………………...................4 2. 油系统………………………………………………………………………………5 3. 溶剂系统……………………………………………………………………………5 4. 混合油蒸发汽提系统………………………………………………………………5 5. 湿粕蒸脱系统………………………………………………………………………6 第三部分：浸出车间的热量衡算………………………………6 1.浸出器……………………………………………………………………………… 6 2.湿粕蒸脱装置……………………………………………………………………… 7 3.混合油蒸发系统……………………………………………………………………11 4.溶剂预热与冷凝系统………………………………………………………………14 第四部分：设备计算及选型…………………………………..17 1. 浸出器的设计与选型…………………………………………………………… 17 2. 湿粕蒸脱装置设备选型………………………………………………………….19 3. 溶剂蒸发设备选型……………………………………………………………… 21 4. 汽提设备选型…………………………………………………………………….23 5. 冷凝器的设计与选型…………………………………………………………….25 6. 泵的选型 …………………………………………………………………………31 第五部分：尾气回收部分的热量衡算及设备选型…………………..33 1. 吸收塔设计计算与选型……………………………………………………… 33 2. 解析塔设计计算与选型………………………………………………………… 36 3. 换热器换热面积计算…………………………………………………………… 37 第六部分：主要管径和设备载荷计算…………………………………39 第七部分: 蒸汽用量…………………………………………………..39 第八部分: 溶剂周转库的设计与选型…………………………42 前 言 油脂工业是我国粮油食品工业的重要组成部分，他是农业生产的后续产业， 又是食品工业、饲料工业、轻工业和化学工业的基础产业，肩负着满足人民日 益增长的物质需求和为国家经济建设提供积累的双重任务，在我国国民经济中 具有十分重要的地位和作用。 我国油脂工业的发展和其他工业一样，在相当长的时间内，受历史条件的限 制，其发展及其缓慢。至新中国成立前夕，我国植物油料加工在大多数地区仍 然采用以人力为主的土法榨油，机械化生产的油脂寥寥无几。具有关资料记载， 1946年全国植物油产量只有9万多吨。植物油厂所有的螺旋榨油机仅30多台， 推广了李川江大豆榨油法才使大豆出油率提高到12%。1958年我国生产了一大 批200型螺旋榨油机，这使我国的油脂制取的出油率大大提高，为国家增产了 大量油脂。1972年召开了全国油脂浸出会议，提出大力推广浸出发制油。至 20世纪80年代，油脂浸出技术被列为国家“六五”重点推广项目，由此，我 国的浸出法制油得到了飞跃的发展。1983年，我国油脂浸出厂有300多个。 1996年我国城镇以上的食用植物油厂有5846个，油料总加工能力达到7000 万吨。 棉籽油浸出车间的工艺流程如下：棉籽料胚经刮板输送机送入浸出器中，在浸出器中，经溶剂喷淋后分为混合油和湿粕，混合油沉淀后经一蒸，二蒸，汽提得到进一步的净化，后进入毛油箱，由泵输入精练车间；湿粕有刮板输送机进入高料层蒸脱机进行脱溶，脱溶后的粕残油率较低，再经刮板输送机送入粕库。 1000吨/日棉籽加工厂浸出车间设计 第一部分 设计初论 一 棉籽饼膨化浸出工艺设计方案 → 混合溶剂→ ↑ ↓ 棉籽膨化饼→浸出 → 蒸脱 → 冷凝 ↓ ↓ ↑ 成品粕 降温分离 → 蒸发 → 汽提 → 毛油 ↓ ↓ 蒸发 → 粗棉酚 二 原始数据： 棉籽胚片 1000t/d 棉籽胚含油率 39% 棉籽胚含水率 11% 棉籽胚容重 0.57 T/m3 棉籽饼粕残油 1.0% 棉籽饼粕含水率 8% 成品粕残溶量 500ppm 湿粕残溶量 15%~20% 粕中游离棉酚基 0.016% 游离棉酚 0.013~0.014 棉酚总量 0.32%0.55% 毛油残溶量 ≤0.05% 工艺参数： 混合油浓度 25% 浸出温度 45℃~48℃ 第一蒸发温度 43℃~53℃ 混合油浓度 75%~80% 真空度 40kpa~53kpa 第二蒸发温度 60℃~95℃ 混合油浓度 90%~95% 真空度 53kpa~60kpa 汽提后混合油浓度 99.97% 汽提塔温度 100℃~110℃ 真空度 60kpa~80kpa 毛油总挥发度 0.2% 粕入蒸脱机温度 45℃~55℃ 粕出蒸脱机温度 80℃ 蒸脱真空度 500kpa~600kpa 时间 15~20min 冷却水进口温度 25℃ 冷却水出口温度 35 ℃ 三 工艺过程 （1）棉籽胚片的浸出工艺 浸出器： 环形浸出器 （2）混合油蒸发工艺 蒸发系统： 负压蒸发工艺 （3）膨化湿粕蒸脱工艺 蒸脱机： 高料层蒸脱机 （4）混合油汽提工艺 （5）溶剂回收工艺 （6）尾气回收：石蜡回收 第二部分 浸出车间的物料衡算
一．物料系统 1.总干物料量=1000×（100%-39%-11%）=500t/d 2.混合油带走粕渣量：据一些厂家实测占粕量的0.4%-1.0%，现取0.7% 可带走粕渣量：1000×0.7%=70t/d 3.进入浸出器的干物料的量（粕渣含水量8%）=500-70×92%=435.6t/d 4.粕中含油量（干基油1.0%）=435.6×1%/（1-1%）=4.4t/d 5.粕中含水重X (成品粕棉籽含水8%)/含溶重为Y（干粕中含溶500ppm） X/(435.6+4.4+X+Y)=8% Y/(435.6+4.4+X+Y)=0.05% 解得 X=43.24t/dY= 0.5727t/d 6.成品粕总重 500+4.4+43.24+0.5727 =548.21 t/d 二.油系统： 1.已知胚中含油种：390t/d 粕中带油：4.4t/d 2.进入混合油中的油重：390-4.4 =385.6t/d 3.浸出混合油出油率：[（进入混合油罐的油重-沉渣中油损）/390]×100% =[（385.6-70×1%）/390]×100%=98.69% 三.溶剂系统 设混合油中含油浓度25%，湿粕含溶16% 1.混合油中含溶剂量为：M1,则 385.6/（385.6+ M1 +70）=25% M1 =1086.8t/d 2.湿粕中含溶剂重M2：则 M2 /（435.6+4.4+110+ M2） =16% M2 =104.76t/d 3.日周转溶剂量 M = M1 +M2 =1086.8+104.76=1191.56t/d 4.日常生产计算溶剂比I: i=周转量/处理胚量=1191.56/1000=1.2 5.浸出级数计算：已知棉籽仁含油39%，含水11%，粕残油1.0% 湿粕含溶16%，成品粕含水8% ，混合油浓度 25% 0o =39/(100-39-11)=0.78 On = Oo - Om = 0.78-0.01=0.77 Mm =16/(100-16-8) + Mo =0.77/0.25 = 3.08 (3.08/0.22)n=(0.78/0.01)×(1-0.77/3.08) n=1.55 n取2 四.混合油蒸发汽提系统 1. 第一长管蒸发器： 进料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 1086.8t/d 去渣量 70t/d 混合油浓度 25% 合计总量 1472.4t/d 出料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 128.5 t/d 蒸发溶剂量 958.3 t/d 混合油浓度 75% 2. 第二长管蒸发器： 进料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 128.5 t/d 出料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 20.3 t/d 蒸发溶剂量 108.2 t/d 混合油浓度 95% 3.汽提塔 进料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 20.3 t/d 出料：混合油重量 385.6 t/d 溶剂量 0.12 t/d 蒸发溶剂量 20.18 t/d 混合油浓度 99.97% 五.湿粕蒸脱系统： 进料：干物质 435.6 t/d 干粕含油 4.4 t/d 湿粕含水 110-70*8% = 104.4 t/d 湿粕含溶 104.76 t/d 总量： 435.6+4.4+104.4+104.76 =649.16 t/d 出料：干物质 435.6 t/d 干粕含油 4.4 t/d 粕含水 43.24 t/d 粕中含溶 0.5727 t/d 第三部分 浸出车间的热量衡算 1. 浸出器： →干物质带出热量 干物质带入热量 → 浸 →粕中油带出热量 胚中油带入热量 → 出 →粕中水带出热量 胚中水带入热量 → 器 →粕中溶剂带出热量 溶剂带入热量 → →混合油带出热量 →设备损失 带入热量1．干物质带入的热量Q1： 棉籽热容：50℃时平均热容为0.4442kcal/(kg·℃) 棉籽粕中干物质的量： 435600kg/d 进入浸出器的温度： 45℃ Q1 = 435600×45×0.4442 = 8707208.4kcal/d 2．粕中油带入的热量Q2 粕中油量Pm：390000 kg/d 45℃时，Cm= 0.4395 kcal/(kg·℃) Q2 = Pm×Cm×t =390000×0.4395×45=7713225 kcal/d 3. 粕中水带入热量Q3： 水重Pm：110000 kg/d Cm=1.0kal/kg Q3 = Pm×Cm×t = 110000×1.0×45=4950000 kcal/d 4. 溶剂带入的热量Q4： 溶剂采用6号溶剂 日周转量：1191560 kg/d 入浸温度 55℃ C=C0++B×T=0.471+0.00095×55=0.5233kcal/d Q4=Pm×Cm×t=1191560×0.5233×55 = 34294884.14 kcal/d 带出热量1.粕中干物质带出的热量Q5=435600×0.4442×Tm 2 .粕中油带出的热量 Q6=4400×（0.47+0.00073× Tm）Tm 3. 粕中水带出的热量 Q7=43240×1.0× Tm 4. 粕中溶剂带出的热量 Q8=104760×（0.471+0.00095× Tm）×Tm 5. 混合油带出的热量 油量P1 =385600 kg/d 渣重P2 = 70000 kg/d 溶剂重P3 =1086800 kg/d Q9=P1×C1×T1+P2×C2×T2+P3×C3×T3=1310Tm2 +724200 Tm 6. 设备热量损失按输入热量的2%计算 Q10= (Q1+Q2+Q3+Q4)×2% = 1113306.35 kcal/d 根据 输入热量= 输出热量，得 Q1+Q2+Q3+Q4 =Q5+Q6+Q7+Q8+Q9+Q10 得Tm =52℃ 二.湿粕脱溶装置 采用闪蒸脱溶 （高料层蒸脱机） 湿粕→ 预脱层加热→ 脱溶层脱溶→ 烘干层烘干→ 冷却层冷却 （一）参数： 干物质 435600 Kg/d 干粕含油 4400 Kg/d 湿粕含水 104400 Kg/d 湿粕含溶剂 104760Kg/d 预脱层：粕温度 50℃～72℃ 间接蒸汽压 0.4MPa 脱溶层：粕温度 72℃～95℃ 直接蒸汽压 0.18MPa 混合蒸汽出口温度： 70℃～85℃ 取80℃ 烘干层：粕温度 95℃～105℃ 热风 120℃ 冷却层：粕温度 105℃～40℃ 冷风 20℃ 80℃时，水蒸气的焓 I=2642.3 KJ/Kg=631.1Kcal/kg 溶剂气体的焓 I=525.6 Kca l/kg 0.4 MPa （绝对压强），水蒸气（间接汽）T=143.4℃ ,I=2742.1 KJ/Kg=510.77 Kcal/kg 0.18MPa（绝对压强）,直接汽T=116.6℃ ,I=2703.7 KJ/Kg =645.77 Kcal/kg （二）预脱层热量衡算 带入热量 1. 干物质带入热量 Q1=435600×0.4442×55=10642143.6kcal/d 2. 粕中油带入热量 Q2 = 4400×(0.47+0.00073×55)×55=123456.3 kcal/d 3. 粕中溶剂带入的热量 Q3 = 104760×(0.471+0.00095×55)×55=3014861.85 kcal/d 4. 粕中水带入的热量 Q4 = 104400×1.0×55 =5742000 kcal/d 5. 间接汽带入热量Q5 ,设间接汽的量为G Q5 = 2742.1G =510.77G Kcal/kg 带出热量 1. 干物质带出热量 Q6 =435600×0.4442×72=13931533.44 kcal/d 2. 粕中油带出热量 Q7=4400×(0.47+0.00073×72)×72=165547 kcal/d 3. 粕中溶剂带出热量 Q8=104760×(0.471+0.00095×72)×72=4068543.17 kcal/d 4. 粕中水带出的热量 Q9=104400×1.0×72=7516800 kcal/d 根据 输入热量= 输出热量，得间接蒸汽量G = 12060.15Kg/d （三）脱溶层热量计算 1.80℃时，水的蒸气压为355.3mmHg，取饱和系数ψ=0.8则 混合蒸汽的分压为355.3×0.8=284.2mmHg 溶剂蒸汽的压力为760-284.2 =475.8 mmHg 溶剂的分子量为93 设混合气中水蒸气量为G ,则 （G/18）/284.2 = (104760/93)/475.8 得，G= 12111.13Kg/d 2.热量计算 ⑴加热干物质需要热量Q1=435600×0.4442×(95-72)=4450351 kcal/d ⑵加热粕中水需要热量Q2=104400×1.0×(95-72)=2401200 kcal/d ⑶加热粕中油需要热量Q3=4400×(0.471+0.00095×95)×95-165547=69055.5 kcal/d ⑷溶剂从72℃蒸发到80℃ 所需要热量Q4 Q4 =104760×[525.6 /4.1868-(0.471+0.00095×72)×72]=9019836kcal/d 需要总热量Q = Q1+ Q2+ Q3+ Q4 =15940442.5 kcal/d 3.所用蒸汽量计算 0.4 Mpa 间接汽用来加热水，干物质和油 0.18 Mpa 116.6℃ 过热直接汽用来蒸发溶剂 间接汽用量G1 = 15940442.5/510.77 = 31208.65 Kg/d 直接汽用量G2 ，一部分过热蒸汽变为80℃ 水蒸气放出热量 Qa = 12111.13 ×（645.77-631.1）=177670.28 另一部分116.6℃ 过热气冷凝为95℃ 水放出热量为 Qb =（G2-12111.13）×（645.77-398.1/4.1868）=550.69×（G2-12111.13） Q4 = Qa + Qb ,则G2 = 28167.7Kg/d (四)烘干层计算 先将20℃，φ=0.7空气加热到120℃，热空气再将粕中水分 烘干到8%并使粕温达到105℃ 1.去水量计算 进烘干层水量=湿粕含水量+过热蒸汽转变为水蒸气的量 =104760+28167.7=132927.7 Kg/d 出粕含水量为8% ，即[X/(435600+4400+X)]×100%=8% 粕含水量 X=38260 Kg/d 去水量= 烘干层总水量-粕含水量=132927.7 -38260=94667.7 Kg/d 2.空气用量计算 T0 = 20℃ I0 = 46 KJ/Kg H0=0.010Kg/kg T1=120℃ I1 = 150 KJ/Kg H1= 0.010 Kg/kg 带入热量 ⑴干物质带入热量Q1=435600×0.4442×95=18381884 kcal/d ⑵粕中油带入热量Q2=4400×(0.47+0.00073×95)×95=225448.3 kcal/d ⑶粕中水带入热量Q3=132927.7 ×1.0×95=12628131.5 kcal/d ⑷热空气量为L ,则Q4= I1×L 带出热量 ⑴干物质带入热量Q5=435600×0.4442×105=20316820 kcal/d ⑵粕中油带入热量Q6=4400×（0.47+0.00073×105）×105=252552.3 kcal/d ⑶粕中水带入热量Q7=38260×1.0×105=4017300 kcal/d ⑷空气放出热量Q8=I2.*L 输入热量=输出热量，得(18381884+225448.3+12628131.5)/4.1868+ I1×L=(20316820+252552.3+4017300)/4.1868 + I2.×L L =W/(H1+H2) I2 =(1.01+1.88H2)T2+2492H2 其中T2 = 105℃，I1 = 150 KJ/Kg=35.83Kcal/kg W = 94667.7 可得，H2 =0.018 KJ/Kg L =3380989.3Kg/d I2=152.66 所需20℃ 空气体积流量V=3380989.3 /1.205=2805800.3M3/d (五)冷却层计算 1.热量计算 ⑴干物质放出热量Q1=435600×0.4442×(105-40)=12577079 kcal/d ⑵水降温放出热量Q2=38260×1.0×(105-40)=2486900 kcal/d ⑶油降温放出热量Q3=4400×[(0.47+0.00073×105)×105 -(0.47+0.00073×40)×40]=164693.1 kcal/d 放出总热量 Q = Q1+ Q2+ Q3 =15228672 kcal/d 2.风量计算 20℃时， φ=0.7的干空气 H1=0.010 I1=46KJ/Kg 出口冷风温度35℃ ，冷却过程按等温过程 H2=H1=0.010 I2=62 KJ/Kg L=Q/(I2-I1)= 15228672 /(62-46)=951792 空气量为L(I+H1)=951792×(1+0.010)=961310 20℃空气密度为ρ=1.205Kg/m3 空气的体积流量V=961310×1000/1.205=797767460 m3/d 三．混合油蒸发系统热量衡算
(一)第一蒸发器 混合油进口温度为43℃，出口温度为53℃，真空度为40kpa 用于加热的蒸脱机混合气温度80℃ ，其中溶剂气体104760kg/d 水蒸气为12111.13 kg/d 80℃时，水蒸气的焓I=2642.3 KJ/Kg 溶剂气体的焓I=525.6 KJ/Kg ⑴油带入的热量 Q1 =385600×(0.47+0.00073×43)×43=8313447.3 kcal/d ⑵溶剂带入的热量 Q2 =1086800×(0.471+0.00095×43)×43=23919979 kcal/d ⑶油带出热量Q3=385600×(0.47+0.00073×53)×53=10395996kcal/d ⑷ 溶剂带出的热量Q4=128500×(0.471+0.00095×53)×53=3550654.2 kcal/d ⑸蒸发的溶剂蒸汽带走的热量Q5 : I = r+ C液*T沸 + C气（T过热-T沸） r—溶剂蒸发潜热 ,C液—液态溶剂的比热（68.74℃）0.506Kcal/kg·℃ T沸 --68.74℃ C气—气态溶剂的比热0.494 Kcal/kg·℃ I = 81+0.506×68.74+0.494×(75-68.74)=118.9 Kcal/Kg Q5 =W×I =958300×118.9=113941870 kcal/d 一蒸所需要加入的热量Q=(Q3+Q4+Q5)-(Q1+Q2)=95655093.9 Kcal/d 蒸脱机混合气溶剂气冷凝放热（设第二次蒸汽出一蒸时的温度为65℃） 混合气中溶剂蒸发气放出的热量Q’ Q’=104760×[525.6/4.1868-(0.471+0.00095×65)×65]= 9516398.4 Kcal/d 混合气中水蒸气放量Q” Q”=12111.13×(2642.3-280)/4.1868=6833410.34 kcal/d (二)第二蒸发器 混合油进口温度为60℃，出口温度为95℃，真空度58KPa 带入热量 1. 油带入的热量Q1=385600×(0.47+0.00073×60)×60=11887276.8 Kcal/d 2. 溶剂带入的热量Q2=128500×(0.471+0.00095×60)×60=4070880 Kcal/d 3. 间接蒸汽带入的热量:查《化工工艺设计》表知，过热蒸汽在2个大气压下，饱和温度为119.6℃ ，蒸汽焓为646.9 kcal/kg Q3=646.9G kcal/d 带出热量 1. 油带出的热量 Q4=385600×(0.47+0.00073×95)×95=19757469.2 Kcal/d 2. 溶剂带出的热量Q5=20300×(0.471+0.00095×95)×95=1082370.6 Kcal/d 3. 蒸发溶剂带走热量Q6 I=a×(4-ρ)-73.84 A=50.2+0.109×t+0.00014t2=59.82 I=59.82×(4-0.6732)-73.84=125.14 kcal/kg Q6=G×I=125.14×108200= 13540148 Kcal/d 4.间接蒸汽冷凝水带走的热量Q7 查《化工工艺设计》表得，在2个大气压下，95℃时的饱和水蒸气焓值119.9 kcal/kg， Q7=119.9G 5.热损失（按需要蒸汽量的3%计算）Q8= Q3×3%=646.9G×3%=19.4G 输入热量= 输出热量，得G=9643.86Kg/d (三)汽提塔 真空度为70kpa ,进口温度为100℃，进口浓度为95%，出口浓度为99.97% 1. 汽相操作温度的确定 由于混合油中溶剂含量低，设油基本不挥发，故混合油的沸腾温度可按其气相分压参考葵花籽油的计算式（浓度按95%）代入 T =0.135×10-5×0.953.57×560(0.73-0.00043*95)=118.67℃ 按实际操作温度条件取120℃ ，显然温度较高不利于油脂的保证，因此汽提最好在真空下进行 好处在于：⑴沸点降低能最大限度的回收溶剂； ⑵避免增加毛油的水分； ⑶蒸发温度控制在82℃； ⑷节省能量，气体溶剂潜热有时只须降温即可满足 2. 直接蒸汽用量（S）的计算 汽相操作温度的确定 由于混合油中的溶剂含量低，设油基本不挥发，故混合油的沸腾温度可按其气相分压的数值作为参考，以葵花油的计算方法为样本（浓度为70%），即按浓度为95%计算，代如公式 t=0.135×10-5×C3.57×P(0.73-0.00043c) =0.135×10-5×C3.57×560(0.73-0.00043c)=118.6℃ 按实际操作条件可取105℃ 显然，温度较高不利于油脂品质保证 参照微量蒸汽的公式：S=P×O×㏑(V1/V2)/(Expr) P：气相总压力，P=560mmHg Pr：t℃时纯溶剂蒸汽压,参考己烷值, Pr=2250mmHg(110℃时) O：混合油中油的公斤摩尔数D=385600/870=443.22 V1：进入混合油中溶剂的公斤数目V1=20300/93=218.28 V2：出去混合油的溶剂的公斤数目V2=120/93=1.29 E：汽化效率 E=0.450 S=1257.84Kmol/d 则按实际需求量 按130%计算S’=1257.84×130%=1635.19 Kmol/d 3.热量衡算： 混合油的进口温度为95℃，出口温度为105℃，真空度为74Pa溶剂气的沸腾温度为47℃，直接和间接蒸汽在2个大气压下的沸腾温度为119.6℃ 带入的热量： ⑴油带入的热量：Q1=385600×(0.47+0.00073×95)×95=19757469.2 Kcal/d ⑵溶剂带入的热量: Q2=20300×(0.471+0.00095×95)×95=1082370.6 Kcal/d ⑶喷入的直接蒸汽所带入的热量： 蒸汽焓=646.9kcal/kg Q3=S×646.9=1635.19×646.9=1057804.4 Kcal/d ⑷间接蒸汽输入的热量： Q4=646.9Gkcal/d 带出热量： ⑴油带出热量Q5= 385600×（0.47+0.00073×105）×105=22132765.2 Kcal/d ⑵溶剂带出热量Q6= 120×（0.471+0.00095×105）×105=7191.5 Kcal/d ⑶蒸发的溶剂蒸汽带出的热量Q7=G×I=20180×125.14 =2525325.2 Kcal/d ⑷水蒸汽带出的热量Q8=1635.19×641.3=1048647.3 Kcal/d ⑸间接蒸汽凝结水带走的热量： 105℃饱和水蒸汽液焓为104.8kcal/kg Q9=104.8G (6) 热损失（按需要量的3%来计算） Q10=Q1×3%=649.9G×30%=19.4G 因为输入热量=输出热量，则G=7301.1 Kg/d 四 溶剂预热及冷凝系统 （一）新鲜溶剂预热器 1.冷溶剂带入热量Q1=1191560×(0.471+0.00095×25)×25=14738107.8 Kcal/d 2.输出溶剂热量Q2=1191560×(0.471+0.00095×55)×55=34291607.4 Kcal/d 3.需要输入热量Q3=Q2-Q1=19553499.6 Kcal/d （二）浸出器冷凝器的设计 1. 有关数据 料胚带入浸出器的空气量为3m3/h 2.V=1000000×3/24=125000 m3/h 溶剂量按总溶剂量的5%计算 故输出溶剂量1191560×5%=59578 kg/d，温度为55℃ 输入的溶剂量为59578 kg/d ，温度为38℃ T=55℃时，溶剂的焓为28.78kcal/dkg·℃ T=38℃时，溶剂的焓为19.27kcal/dkg·℃ 热量衡算：Q = 59578 ×(28.78-19.27)=566586.78kcal/d （三）一蒸冷凝器 1.输入热量：⑴混合溶剂带入热量：Q1= 113941870 kcal/d ⑵冷却水带入热量：Q2=W×I = 20W kcal/d 2.输出热量： ⑴出口溶剂带出的热量 Q3=958300×(0.471+0.00095×38)×38=18466249.3 Kcal/d ⑵冷却水带出的热量Q4=35W 由输出热量=输入热量 W=6365041.4 Kg/d 所需热量Q= Q1- Q3=95475620.7 kcal/d （四）二蒸冷凝器 1.输入热量：⑴混合蒸汽带入的热量: Q1=13540148 kcal/d ⑵冷却水带入的热量：Q2=W×I=20W 2.输出热量：⑴出口溶剂带出的热量： Q3=108200×（0.471+0.00095×38）×38=2084992.4 Kcal/d ⑵冷却水带出的热量Q4=35W 由输入热量=输出热量，得W=763.68 Kg/d 所需热量Q=Q1-Q3=11455155.6 Kcal/d （五）汽提塔冷凝器 1.输入的热量：（1）溶剂蒸汽带入的热量： Q1=2525325.2 kcal/d （2）水蒸汽带入的热量：Q2=1048647.3 kcal/d （3）冷却水带入的热量：Q3=20w 2.输出的热量： （1）溶剂液体带出热量：Q4=20180×(0.471+0.00095×38)×38=388864.6Kcal/d （2）冷凝水液体带出的热量:Q5= 1635.19×（1-5%）×35=54370.1kcal/d （3）冷却水带出的热量：Q6=35w 由输入热量=输出热量 W=208716.2 Kg/d 所需热量Q=Q1+Q2-Q4-Q5=3130742.4 Kcal/d （六）节能器的计算 假设来自蒸脱机的二次蒸汽经一蒸全部冷凝到65℃ ，其中水蒸气有80%被冷凝为水，溶剂有X被冷凝为溶剂液体 T=65℃时，溶剂蒸汽的焓为500Kj/Kg,水蒸气的焓为2615.5 Kj/Kg 溶剂的焓为142.9 Kj/Kg T=80℃时，溶剂蒸汽的焓为526.2Kj/Kg,水蒸气的焓为2642.3Kj/Kg 溶剂的焓为334.94Kj/Kg 因为一蒸所加入的热量Q=95655093.9 Kcal/d 而二次蒸汽放热情况如下： 水蒸气放热：12111.13×(2642.3 -2615.5 )+12111.13×80%×(2615.5 -272.1) =324578.3+22704977.6=23029555.9=5500514.9Kcal/d 溶剂放热：104760(526.2-500)/4.1868+[ 104760(500-142.9)/4.1868 ]×(1-X) =655563.2+8935176.3(1-X) 5500514.9+655563.2+8935176.3(1-X) =95655093.9 X=90% 故输入节能器的热量为： ⑴溶剂蒸汽带入的热量Q1=104760×10%×500/4.1868=1251074.8 Kcal/d ⑵水蒸气带入热量Q2= 12111.13×20%×2615.5/4.1868=1513168.1 Kcal/d ⑶高低位真空泵带入热量Q3= 500×2685.0=1342500 Kcal/d ⑷低温溶剂带入的热量（一蒸和二蒸溶剂冷凝液）Q4= 20551241.7 Kcal/d （七）蒸脱机冷凝器的计算 1. 有关数据：来自节能气溶剂蒸汽温度为55℃ ，溶剂蒸汽量为 104760 ×10%×50%=5238 Kg/d 水蒸气量为12111.13×20%×20%+500×24×20%=484.4+2400=2884.4 Kg/d T = 55℃时，溶剂蒸汽的焓为481.64 Kj/Kg ,水蒸气的焓为2596.8 Kj/Kg T = 40℃时，溶剂蒸汽的焓为85.89 Kj/Kg， 水的焓为167.47 Kj/Kg 2. 热量计算： ΔQ=[5238 ×(481.64-85.89)+ 2884.4 ×(2596.8-167.47 )]/4.1868 =[2072938.5+7007159.5]/4.1868 =2168744.1Kcal/d 冷却水用量W=2168744.1 /(35-20)=144582.9Kg/d 第四部分 设备计算及选型 1 浸出系统： 棉籽胚片→刮板输送机→封闭绞龙 ↓ 溶剂周转库→溶剂泵→溶剂预热器→浸出器→湿粕 ↓ 混合油 （一）进料刮板输送机： 棉籽胚片的容重 r=0.57t/m3=570㎏/m3 输送量Q=1000000㎏/d=41666.67kg/h 因为 Q=3600·B·h·v·r·η v — 链条速度，取 0.2m/s η — 输送速率,η=0.7； 刮板截面积：S =B·h = Q/(3600·r·v·η)= 41666.67/(3600·570·0.2·0.7) = 0.145 m2 取刮板宽度B = 500mm, 则h=S/B=290mm 故选用 MC50 型刮板输送机 B =500mm h= 300mm 配备11kw电机，型号为YB2-160M-4，转速为1440 （二）浸出器的设计（环形浸出器） 1.已知参数
2.浸出器计算 进料体积 V=41666.67 ×35/(0.57×1000×60)=42.64m3 假设料格总长为a,宽为b,高为h,料层高取700mm V=abh=42.64,则b=3000mm,h=700,则a=21m 浸出段长度a×35/(35+8)=21×35/(35+8) =17.1m 沥干段长度25-20.35=3.9m 浸出器共设8个油斗，上水平段5个，下水平段3个 混合油体积为385.6/24/0.923=17.4 m3 上水平段长度为17.1×5/（5+3）=10.7m 下水平段长度为17.1×3/（5+3）=6.4m 选取沥干段倾角为8°，则沥干段实际水平长度为3.9×cos8°=3.86m 选取料格高度为1000mm，油斗高为1000mm，柱高取1000mm 浸出器总高度=料格高度×2+油斗高度+弯曲段直径+柱高 =1000×2+1000+4000+1000=8000mm 浸出器总长度=10700+2000+1000=13700mm 浸出器有关设计数据：
浸出器采用链传动，配备7.5 kw电机 7 台。其型号为YB2-225M-4，转速为1480r/min。 （三）湿粕输送刮板机 进料量：Q = 649.16 t/d=649160kg/d =27048.3kg/h 因棉籽坯有较大的空隙度，溶剂会占据这部分空间，故湿粕的容重近似等于未浸出时棉籽坯容重的1.75倍。 湿粕体积：V = Q/r = 27048.3 / (570×1.75) =27.12 m3/h 刮板链速v：0.2m/s 刮板装满系数η= 80% 刮板截面积：S = Bh = V/(3600×v×η) =0.047m2 取刮板宽度B =250 mm ，则h = S/B=188mm 配备MC25 型埋刮板输送机，盛料深度380mm。 配备11kw电机，型号为YB2-160M-4，转速为1440 二 湿粕蒸脱系统 （一） 蒸脱机： 湿粕量为 649.16 t/d=649160kg/d=27048.3kg/h 容重：0.57 t/m3 蒸脱机蒸脱时间取30min(预热5min蒸脱25min)，干燥冷却时间取10min 蒸脱机实际存料量：Q实 = =27048.3(30+10)/60 = 18032.2 kg/h φ装满系数 取0.8 蒸脱机容量V=Q/24×30/(60×R×0.8) V=649160 /24×30/(60×570×0.8)=29.7 m3 （二）预脱层计算 预脱层传热量：Q = 510.77×12060.15/24× 5 / 60 = 21388.8kcal/kg T1 =143.4 ℃ T2 =143.4 ℃ t1= 55℃ t2 = 72℃ ΔT = T1 – t2 = 143.4 -72=71.4℃ Δt = T2 – t1 = 143.4 -55=88.4 ℃ Δtm =( ΔT – Δt) / ln(ΔT / Δt) =85℃ 选取总传热系数K = 150 kcal / m2h℃ 传热面积S = Q / K×Δtm =1.7m2 预脱层容积V V = Q / ( ρ×φ) 其中V：蒸脱层容积(m3) Q：蒸脱层实际进料量(kg/h ) ρ：湿粕容重(kg/m3) φ：蒸脱层的充满系数 V = 18032.2 ×5 / 60 / (570 ×0.6) = 4.4m3 预脱层设置为一层，考虑满足传热面积的要求，预脱层直径取为3.5m 则有预脱层高度 H 1= V / S = 4.4/9.6 = 0.46m 取0.5m 传热面积 S = π × D2 / 4 + π × D ×h=5.1m2 > 1.7m2 （三）脱溶层计算 脱溶层传热量：Q=15940442.5/24 ×25/60=276743 kcal/kg T1 = 116.6℃ T2 =116.6℃ t1= 72℃ t2 =95℃ ΔT = T1 – t2 = 116.6 – 95 = 21.6℃ Δt = T2 – t1 = 116.6 – 72 = 44.6℃ Δtm =( ΔT – Δt) / ln(ΔT / Δt) =31.5℃ 选取总传热系数[9]K = 200 kcal / m2h℃ 传热面积S = Q / K×Δtm = 43.93 m2 脱溶层容积 V = Q / ( ρ × φ) 其中， V：蒸脱层容积(m3) Q：蒸脱层进料量(Kg/h) ρ：湿粕容重(kg/m3) φ：蒸脱层的充满系数 V = 18032.2 ×25 / 60 / (570 × 0.8) = 16.5 m3 脱溶层设置为三层，脱溶层直径为2.5m 则有 脱溶层高度 H2 = V / S = 16.5 /4.9 = 3.4 m 蒸脱机单层高度 h =3.4/3 =1.13 m 取1.2m 传热面积 S = 5 × π ×D2 / 4 + π ×D ×H = 51.19 m2 > 43.93m2 （四）烘干层计算 烘干层进料量 Q =( 435600+4400+104400)/24×( 5 / 60 )= 1890.3 kg/h 干燥层容积 V= Q / ( ρ ×φ) 其中， V：蒸脱层容积(m3) Q：蒸脱层进料量(kg/h) ρ：湿粕容重(kg/m3) φ：蒸脱层的充满系数 V = 1890.3 / (600× 0.6) = 5.25 m3 干燥层设置为一层， 则有 干燥层高度 H3 = V / S =5.25/4.9 = 1.07 m 取1.2m （五）冷却层计算 冷却层进料量 Q = (435600+4400+38260 )/24 ×(5 / 60) =1660.625 kg/h 冷却层容积 V = Q / ( ρ × φ) 其中， V：蒸脱层容积(m3) Q：蒸脱层进料量(kg/h ) ρ：湿粕容重(kg/m3) φ：蒸脱层的充满系数 V =1660.625 / (580 × 0.6) = 4.77 m3 冷却层设置为一层， 则有 干燥层高度 H4 = V / S = 4.77 / 4.9 = 0.96 m 取1m （六） 蒸脱机尺寸 蒸脱机高度 H = H1 + H2 + H3 + H4 =0.5+1.2×3+1.2+1 = 6.3 m 蒸脱机夹层厚度取80 mm，则 蒸脱机总高度为6.8m 圆整蒸脱机总高度， H = 7000 mm 柱高为2000m 蒸脱机外型尺寸为 f2500 × 9000(8层) （七） 蒸脱机技术参数 主轴转速：14 r/min 配备动力：132 kw 电机转速：740 r/min 传动比：53 : 1 （八）成品粕输送刮板 进料量：Q = (435.6+4.4+43.24+0.5727)×1000/24=20158.3kg/h 成品粕的容重近似等于棉籽坯的容重，取ρ = 550 kg/m3 成品粕体积：V = Q/r =20158.3 / 550 =36.65 m3 刮板链速v：0.2m/s 刮板装满系数η= 80% 刮板截面积：S = Bh = V/(3600·v·η) = 0.064m2 取刮板宽度B = 250 mm ，则h = S/B=256 mm 配备MC25型埋刮板输送机，盛料深度380mm。 配备7.5kw电机，型号为YB2-160M-4，转速为1460 r/min。 三 溶剂蒸发系统设备计算及选型 （一） 混合油罐 混合油中含油浓度25% ，则含溶剂浓度为75%，总混合油重385.6t/d 棉籽油的密度为0.923 t/m3 ，溶剂的密度为0.627 t/m3 混合油浓度为0.923×25%+0.627×75%=0.701 t/m3 =701kg/ m3 混合油体积=385600/24/701=22.92 m3,设混合油罐的直径为2.5m V=3.14× 1.252×h1+1/3×∏/4×2.52×h2=22.92 m3 , 则h1 = 4.4m, h2=0.8 m 混合油罐的尺寸为φ2500×5500 （二）第一长管蒸发器设计 传热面积计算ΔQ=95655093.9 Kcal/d=3985628.9 Kcal/h 选取总传热系数K = 500 kcal / m2h℃ T1 =80℃ T2 =65℃ t1=43℃ t2 =53℃ ΔT 1= T1-t1=80-43=37 ΔT2= T2- t2 =65-53=12 ΔT 1/ΔT2>2 ΔTm=(ΔT 1-ΔT2 )/ln(ΔT 1/ΔT2 ) =22.2℃ S‘=ΔQ /K·ΔTm =3985628.9/( 500×22.2) =359.06m2 设备用系数为1.2 则S = S‘ ×1.2=430.88 m2 取管长为L = 7m，管径为f38 × 3.5mm的无缝钢管，列管根数n为： n = S / πdL =430.88 /(31 ×10-3 × 7 × π) ≈632 蒸发器壳体直径：D = t (nc - 1) + 2d 其中，D：蒸发器壳体直径，m t：管中心距，m nc：穿过管束中心线的管数 d： 列管外径 取列管排列方式为三角形排列，则 t = 1.25d = 0.0475m nc = 1.1×n0.5 = 27.7 D = 0.0475 ×(27.7 – 1 ) + 2 ×38 ×10-3 =1.37 m 圆整蒸发器直径，取 D = 1.4 m （三）闪发箱的设计计算 蒸发溶剂量： Q = 958300kg/d =39929.17 kg/ h 查气体比重图，溶剂蒸汽的比重：ρ = 3.5 kg/m3 溶剂气体的体积： V = Q / ρ = 11408.3 m3 取溶剂气体在分离器内上升的速度 v = 0.5 m/s ，则 分离器直径为： D = [V / (3600 ×π × v / 4)]0.5 =2.84 m 圆整分离器直径，取D = 3.00 m 分离器高度 H = 1.5D =4.50 m （四）第二长管蒸发器系统设计 传热面积计算ΔQ= (646.9-119.9)×9643.86/24=211763 kg/ h T1 =119.6℃ T2 =119.6℃ t1 =60℃ t2 =95℃ ΔT = T1 - t1 =119.6-60=59.6 ℃ Δt = T2 - t2 = 119.6-95=24.6 ℃ Δtm = (ΔT -Δt)/ln(ΔT /Δt) =39.77 ℃ 取总传热系数 K = 150kcal/m2h℃ 蒸发器传热面积 S = Q / KΔtm = 211763 / (39.77 ×150) = 35.5m2 取管长为L = 6m，管径为f25× 2.5mm的无缝钢管，列管根数n为： n = S / πdL =35.5 /(20× 10-3 × 6 ×π) = 94.3 取100 蒸发器壳体直径：D = t (nc - 1) + 2d 其中， D：蒸发器壳体直径，m t ：管中心距，m nc：穿过管束中心线的管数 d： 列管外径 取列管排列方式为三角形排列，则 t = 1.25d = 0.0475m nc = 1.1×n0.5 =11 D = 0.0475 × (11 – 1 ) + 2 × 38 × 10-3 = 0.551 m 圆整蒸发器直径，取 D = 0.8 m （五）闪发箱的设计计算 蒸发溶剂量： Q = 108200 kg/d =4508.3 kg/ h 查气体比重图[9]，溶剂蒸汽的比重：ρ = 1.0 kg/m3 溶剂气体的体积：V = Q / ρ = 4508.3 m3 取溶剂气体在分离器内上升的速度v = 0.5 m/s ，则 分离器直径为： D = [V / (3600 × π × v / 4)]0.5 = 1.79 m 圆整分离器直径，取D =1.8m 分离器高度 H = 1.5D = 2.7m 四 汽提塔的设计计算 采用层碟式汽提塔 已知：ΔQ=240870.25 k cal/h 取K=500 k cal/m2.h.℃ Δt1=119.6-95=24.6℃ Δt2=119.6-105=14.6℃ Δt1/Δt2<2 ∴Δtm=Δt1+Δt2/2=19.6 F=ΔQ/K·Δtm=240870.25 /19.6×500=24.58 m2 取备用系数为1.2 A=1.2F=29.49m2 原理：蒸汽蒸馏 按板式塔设备进行估算设计 一、理论塔板数的确定，塔板数指碟盘数 1.原始数据：已知：（1）V0’=7301.1 /(24×18)=16.9k mol/h （2）入口 溶剂： LS=20300/(93×24)=9.09 k mol/h 油: L0=385600 /(920×24)=17.46 kmol/h 混合油：L=405900 /(878.65×24)=19.25 kmol/h 混合油 ρ=0.923×95%+0.672×5%=0.91 kg/m3 出口 溶剂： Ln=120/(93×24)= 0.05 k mol/h 混合油：L=385700 /(878.65×24)=18.29 kmol/h 混合油 ρ= 0.923×99.97%+0.672×0.03%=0.911 kg/m3 Xn+1—组份在进料液中的分子浓度 Xn+1=9.09/19.25=0.47 X1—组分在出口液中的分子浓度 X1 =0.05/18.29 =0.003 （3）气相蒸汽： V01=7301.1 /(18×24)=16.9 k mol/h 气相溶剂：VS=(20300-120)/(93×24)=9.04 k mol/h 2.最小汽液比的计算（V/L）min 层碟式汽提塔属蒸汽蒸馏脱去微量溶剂，鉴于毛油沸点高不易挥发，用解析原理进行设计计算，因此：（V/L）min=Ek/Mk Ek---脱吸效率，即关键组份被脱吸的百分比，且Ek=(Xn+1-X1)/(Xn+1-X)=(SKn+1-S)/(SKn+1-1) 其中：Xn+1—组份在进料液中的分子浓度，kg分子/kg分子混合油 X1—组分在出口液中的分子浓度,kg分子/kg分子混合油 X0—与气体介质相平衡的液体组分中关键计算组分的分子浓度（当用蒸汽或蒸汽间接加热时X0=0）,kg分子/kg分子混合油 SK-计算组分的脱吸因素 V,L—分别为上升气体量与下降气体量 K mol/h 代入已知数据得： EK=(0.47-0.03)/(0.47-0)=0.936 (V/L)min=0.936/3.0=0.312 按经验取V/L=(V/L)min=2×0.312=0.624 3.计算（关键）组分得脱吸因数SK SK=(V/L)×MK=3×0.624=1.872 4.理论塔板数n：EK=(SKn+1-SK)/(SKn+1-1)代入数据得： n={[ln（1.872-0.936）/(1-0.936)]/ln1.872}-1=3.27 取4 5汽提（脱吸）蒸汽用量理论值：V/L=0.624 V=0.624×19.25=12.01kg/h 二、塔径的计算： 基本公式：D=[(4V)/(π×w)]0.5(m) 1.速度w0:参照筛板塔（或膜式塔）与浮阀塔的关联机算式求最大空塔速度 Wmax=C×[(rL-rv)/rv]0.5 V—气相总体积流量（m3） rL,rV—分别为液相气相重度 kg/m3 W—计算空塔速度，取W=（0.6-0.8）Wmax C—系数，查阅图表 2.系数计算: 1)溶剂蒸汽的体积流量V1 V1=G1×R×T/M1×P=20180 ×0.082×(273+105)/(93×1×24)= 280.24m3/h 2)水蒸汽体积流量：V2=7301.1×0.082×(273+105)/(18.0×1×24)=523.85m3/h 3)混合油蒸汽量重度rv=(G1+G2)/(V1+V2) =(20180 +7301.1)/24/(280.24+523.85)=1.4kg/m3 4)混合油（富油）重度 rL=(r1×a+r2×b)/(a+b) =[(672.4×20300)+(920×385600)]/(20300 +385600)=907.6kg/m3 5)L/V=[405900/907.6/(20300+7301.1)]=0.016 2.系数的求取 (1)(L/V)·(rl/rv)0.5=0.016×(907.6/1.4)0.5=0.41 (2)取板间距（即塔盘组间距） HT=HT-h=20 cm (3)查表得：C20=0.032(设液层高度h1=0.01,忽略不计) 3.Wmax=C×[(rL-rv)/rv]0.5=0.032×[(907.6-1.4)/1.4]0.5=0.814m/s 4.W=0.6Wmax=0.6×0.814=0.488 m/s 取W=0.50m/s 5.塔径计算（D’） D’=[(V1+V2)/0.785×W]0.5=[(280.24+523.85 )/0.785×0.5×3600]0.5 =754mm 取D’=800mm 选Φ800×8000 五. 冷凝器的设计 （一）浸出器冷凝器 1. ΔQ=566586.78 kcal/d k=300kcal/㎡h℃ ΔT1=55-25=30℃ ΔT2=38-35=3℃ ΔT1/ΔT2>2 ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/㏑(ΔT1/ΔT2)=11.74 F=ΔQ/kΔTm=566586.78 /11.74×150×24=13.4㎡ 取备用系数为1.2，故A=1.2×13.4=16.08㎡ 2. 实际结构尺寸的确定： 列管数n:取流速为V=0.1m/s 走管程 取φ25×2.5 D=25mm, L=4m, N=16.08/(π×0.020×4)=64.0根 取70根 实际传热面积为F=35π×0.020×4=8.79㎡ 壳径：取t=1.3d0=1.3×0.025=0.0325m b=1.1n0.5=9.2m b,=1.8d0=1.8×0.025=0.045m D=t×(b-1)+2 b, ,=0.0325×(9.2-1)+2×0.045=0.36m 取500mm, 取D500×4000 （二）蒸脱机冷凝器的设计 1.已知条件：现按三阶段计算 ⑴溶剂蒸发冷却 （110℃→72℃） ⑵冷凝（72℃→72℃） ⑶溶剂冷凝 （72℃→38℃） 2.分阶段换热量计算 假设常压下溶剂蒸汽平均冷凝温度t=72℃，此时溶剂蒸汽焓I=121.78 k cal/kg.℃ ⑴ 第一阶段换热器 ΔQ1=104760×98%×（135-121.78）=1357228.656 k cal/d ⑵ 第二阶段换热器 72℃时溶剂液体焓I=(0.471+0.00095×72)×72=38.84 k cal/kg.℃ ΔQ2=104760×98%×(121.78-38.84)=8511018.5 k cal/d ⑶ 第三阶段换热器 ΔQ3=104760×98%×(38.84-19.2)=2016336.7 k cal/d 3. 平均温度的求取：交换处温度ta,tb按下式求得: ΔQ1/(ΔQ2+ΔQ3)=( Δt2-Δtb)/( Δtb-Δt1) 1357228.656/10527355.2=（33-Δtb）/（Δtb-25） 故Δtb=32.08℃ ΔQ2/ΔQ3=( Δtb-Δta)/( Δta-Δt1) 8511018.5/2016336.7 =(32.08-Δta)/( Δta-25) Δta=26.36℃ 4.传热面积F的确定 K取120 ⑴分别计算下值，即： Δtm1=Δt1+Δt2/2=[(80-33)+(72-32.08)]/2=43.46℃ F1=ΔQ1/K·Δtm1=1357228.656/(120×43.46×24)=10.8m2 Δtm2=Δt1+Δt2/2=(72-32.08+72-26.36)/2=42.78 ℃ F2=ΔQ2/K·Δtm2=8511018.5/(120×42.78×24)=69.1 m2 Δtm3=Δt1+Δt2/2=(72-26.36+72-25)/2=46.32 ℃ F3=ΔQ3/K·Δtm3=2016336.7/(120×24×46.32)=15.1m2 ⑵理论总面积：F=F1+F2+F3=95m2 取备用系数为1.2 A=1.2F=114m2 5.蒸脱冷凝器实际结构尺寸确定： ⑴管子数：取Φ38×2.5，长5m，则 n=114/(π×0.033×5)=220 取225根 ⑵实际加热面积:F=3.14×0.033×5×225=116.5m2 ⑶壳径：t=1.3d0=0.0494 b=1.1n0.5=16.5 b’=1.8d0=0.0684 D=t×(b-1)+2×b’=0.0494×(16.5-1)+2×0.0684=0.903 m 取D=950mm 取ф950×5000 （三）蒸发系统冷凝器设计 1.第一蒸发器溶剂冷凝器 ⑴传热面积的求取：ΔQ=95475620.7 kcal/d, k取500kcal/㎡h℃ ΔT1=67-25=42℃, ΔT2=38-35=3℃, ΔT1/ΔT2>2 故ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/2.3㏒ΔT1/ΔT2=14.78℃ F=ΔQ/kΔTm=95475620.7/(500×24×14.78)=538.3㎡ 取备用系数为1.2 故A=1.2×538.3=645.98㎡ ⑵列管数n：取流速为V=0.1m/s,走管程;L=6m 取φ38×2.5 D=20mm L=8m n=A/(π×0.033×8)=645.98/(π×0.033×8)=779.3根 取n=780根 2.第二长管蒸发器溶剂冷凝器 ⑴ 已知：Q=11455155.6 kcal/d, G=108200㎏/d Q出=108200 ×19.27=2085014kcal/d 按三阶段进行计算，即： a.溶剂蒸汽冷却（95℃～72℃） b.冷却（72～72℃） c.溶剂冷却（72℃～38℃） ⑵分阶段换热计算： a.第一阶段换热：ΔQ1=11455155.6－108200×121.78=1721440.4kcal/d b.第二阶段换热：ΔQ2=108200×(121.78－38.83)=8975190 kcal/d c.第三阶段换热：ΔQ3=108200×(38.83－18.27)=2224592kcal/d 3 平均温度的求取： a.交换处温度ta,tb的求法：ΔQ1/(ΔQ2+ΔQ3)=(t2-tb)/(tb-t1) 即1721440.4/(8975190+2224592)=(33－tb)/(tb－25) ∴ tb=31.9℃ ΔQ2/ΔQ3=(31.9-ta)/(ta-25) 8975190/2224592 =(31.9-ta)/(ta-25) ∴ ta=26.39℃ b.分别为平均温度差： Δtm1=(Δt1+Δt2)/2=[(95-33)+(72-31.9)]/2=51.05℃ Δtm2=(Δt1+Δt2)/2=[(72-31.9)+(72-26.39)]/2=42.86℃ Δtm3=(Δt1+Δt2)/2=[(72-26.39)+(38-25)]/2=29.31℃ c.传热面积的确定： F1=1721440.4 /300×24×51.05=4.68㎡ F2=8975190/300×24×42.86=29.08㎡ F3=2224592/300×24×29.31=10.54㎡ 理论总面积：F=F1+F2+F3=44.3㎡ 取备用系数1.2，A=1.2×44.3=53.16㎡ d.列管数n：取流速V=0.1m/s，走管程；取φ25×2.5 D=20mm, L=8mm N=A/(π×0.020×8)= 53.16 /(π×0.020×8)=105.8根 取110根 e. 把一蒸、二蒸冷凝器合为一个冷凝器 n总=780+110=890根 f. 实际传热面积：F=800×π×0.020×4=200.96㎡ 壳径：t=1.3d0=1.3×0.025=0.0325m b=1.1n0.5=32.82m,b,=1.8d0=1.8×0.025=0.045m D=t×(b-1)+2b,=0.0325×31.82+2×0.045=1.12m取D=1200mm，即φ1200×4000 3.汽提气混合蒸汽冷凝器 1 已知条件： Q进=Q1+Q2=2525325.2 +1048647.3=3573972.5kcal/d Q出=Q4+Q5=388864.6+54370.1=443234.7kcal/d Q溶=20180kg/d Q水=7301.1kg/d 72℃时的混合液热量 Q=20180×(0.471+0.00095×72)×72+7301.1×72×1 =1309405.8kcal/d 2 简化计算时可按三步计算： ΔQ1=3573972.5-1309405.8 =2264566.7kcal/d ΔQ2=1309405.8 -9643.86=1299761.94kcal/d ΔQ1/ΔQ2=(110-ta)/(ta-25)=1.74 ∴ ta=56.04℃ Δtm1=〔(110-ta)-(ta-25)〕/〔㏑(110-56.04)/(56.04-25)〕 = 41.67 ℃ Δtm2=〔(72-41.67)-(38-25)〕/〔㏑(72-41.67)/(38-25)〕 =20.4℃ 取k为150 故:F1=ΔQ1/(kΔtm1)= 2264566.7/(150×24×41.67)=15.0㎡ F2=ΔQ2/(kΔtm2)= 1299761.94/(150×24×20.4)=17.6㎡ F=F1+F2=32.6 A=1.2F=1.2×32.6=39.12㎡ ⑶汽提冷凝器实际结构尺寸的确定： 列管数：取流速为V=0.1m/s，走管程， 取φ25×2.5,D=20mm,L=4m n=39.12/(3.14×0.020×4)=155.7根,n=160根 实际传热面积：F=160π×0.020×4=40.16㎡ 壳径：t=1.3d0=1.3×0.025=0.0325㎡ b=1.1n0.5=13.9m b,=1.8d0=0.045,D=t(b-1)+2b,=0.0325×12.9+0.09=0.509 ∴ D=600mm ∴φ600×4000 六 分水箱 根据经验，分水箱体积V=0.04×处理量=0.04×1000=40m3 设充满系数为0.8，则分水箱容积V0=40/0.8=50m3 选取尺寸Φ3500×6000 容积为： （3.14×3.52/4）×6=57.7m3 七 溶剂预热器 ⑴溶剂处理量：1191560kg/d 输入热量：1)溶剂带入： Q1=1191560×(0.471+0.00095×25)×25=14738107.75k cal/d ⑵蒸汽带入：Q2=622.3W 输出热量： 1）溶剂带出：Q3=1191560×(0.471+0.00095×55)×55=34291607.35k cal/d 2)蒸汽冷凝成水热量Q4=57.7W W= 34632.5kg/d ΔQ=19553499.6k cal/d ΔT1=59.7-25=34.7℃ ΔT2=59.7-55=4.7℃ ΔT1/ΔT2>2 ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2)=15℃ 取K=300 k cal/m2.h.℃ F=ΔQ/K·ΔTm=19553499.6/(300×15×24)=181.05 m2 取备用系数为1.2 A=1.2F=1.2×181.05=217.26 m2 管子数：取Φ50×2.0，长8m，则 n=217.26/(π×0.046×8)=188 取190根 t=1.3d0=0.065 b=1.1n0.5=15.2 b’=1.8d0=0.09 D=t×(b-1)+2×b’=0.065×(15.2-1)+2×0.09=1.1m 取D=1200mm 取ф1200*8000 八. 泵的选型 （一） 蒸汽喷射泵 由蒸脱机的二次蒸汽可得： V=V溶+V直接蒸汽 V溶=104760/（672.4×24）=6.49m3/h V直接蒸汽=12111.13/(1×103×24)=0.51 m3/h 则V=V溶+V直接蒸汽=6.49+0.51=7 m3/h 取，Q=7 m3/h 选型 ZPB300-1/9-I （二）浸出车间泵： ⑴ 溶剂循环泵： （7个） 用于浸出器下 油量： 385600 kg/d 55℃下的油的密度为920 kg/m3 溶剂量：1191560 kg/d 55℃下溶剂密度为637kg/m3 即Q=385600/(920×24)+ 1191560 /(637×24)=95.4 m3/h 取Q=100 m3/h 每个选型65Y-100 泵重160kg ⑵ 浓混合油泵（1个） 用于混合油净化，固液分离装置 混合油平均密度：920×0.25+637×0.75= 707.75kg/m3 Q=1472400 /（707.75×24）= 86.68m3/h 取90m3/h 选型 100Y-120C 泵重 283kg ⑶ 浓混合油泵：用于混合油存罐 取Q= 90 m3/h同上 ⑷ 热水循环泵 用于蒸煮罐，取Q= 100 m3/h 选型GSR100-100 泵重113kg ⑸ 一蒸喂料泵：43℃油重385600kg/d 密度：920kg/m3 溶剂重：1191560 kg/d 密度：649 kg/m3 混合油密度=920×0.25+649×0.75=716.75 kg/m3 Q=1472400 /（716.75×24）=85.6m3/h 取90m3/h 选型 GSY150-125A 泵重 215kg （6） 二蒸喂料泵 60℃油重385600 kg/d 密度920kg/m3 溶剂重128500 kg/d 密度： 632kg/m3 混合油密度 920×0.75+632×0.25=848kg/m3 Q=514100/（848×24）=25.3m3/h 取30m3/h 选型 GSY80-250B 泵重 185kg （7）汽提喂料泵 100℃油重385600 kg/d 密度920kg/m3 溶剂重20300 kg/d 密度592 kg/m3 混合油密度 920×0.95+592×0.05= 903.6kg/m3 Q=405900 /（903.6×24）=18.72m3/h 取20.6m3/h 选型 GSY65-315C 泵重205kg （8）汽提抽出泵 105℃ 油重385600 kg/d 密度920kg/m3 溶剂重120 kg/d 密度587 kg/m3 混合油密度 920×0.9997+587×0.0003=919.9 kg/m3 Q=385720/（919.9×24）=17.5 m3/h 取20m3/h 选型65YT40×10 （9）毛油抽出泵 同上 选型65YT40×10 （10）溶剂分水泵 取10m3/h 选型2GC-5型 泵重266kg （11）车间溶剂泵 25℃溶剂重1191560 kg/d 密度672.4 kg/m3 Q=1191560/（672.4×24）=73.8 m3/h 取80m3/h 选型 4FY-12A （12）富油抽水泵 30℃石蜡1125 kg/h 密度845kg/m3 Q=1125/845=1.33 m3/h 取3.6m3/h 选型 11/2GC-5型 （13）贫油抽出泵 110℃石蜡1125 kg/d 密度815kg/m3 Q=1125/815=1.38 m3/h 取3.6m3/h 选型 11/2GC-5型 第五部分 尾气回收部分的热量衡算及设备选型 一．主要参数确定 设每吨料产生的尾气量为3m3,每立方尾气含溶剂气体150g（一般为140-170g）尾气排空浓度为0.3g/m3,石蜡吸收塔的温度为30℃，出解析塔的温度为110℃ 二．热量计算机主要设备的计算及选型 （一）尾气吸收塔的计算（填料吸收塔，石蜡吸收装置） 1.原始条件及参数计算： 1）平均塔温度t=30℃ 气相压力P=0.1M Pa(微负压忽略不计) 2）尾气：v=3×1000/24=125 m3/h 含溶量0.15kg/m3 3)物料比重 30℃ r1=M×P/(R×T)=29×104/[842×(273+30)]=1.1376 30℃己烷r2=93×104/(842×303)=3.645 30℃液体石蜡取0.845（t/m3）=845 kg/m3 4)30℃液体石蜡的黏度u(30) 已知20℃时的黏度u(20)=41.5(cp) lgu（30）=lgu(30)[(2.267-lgt)/0.966] ∴u(30)=21.3(cp) 5)气相黏度 30℃己烷气相黏度0.007(cp) 30℃空气气相黏度0.02（cp）=1.91×10-6 kg.s/m2 因此出口混合器的黏度可近似看作出口的空气黏度 6）空气重量流量G1=125×1.1367=142.1 kg/h 7)己烷的重量流量G2=125×0.15=18.75 kg/h 8)混合气体的比重 r=(142.1+18.75)/125=1.29 9)混合气体黏度 u=(0.007×18.75+142.1×0.02)/( 142.1+18.75)=0.018 10)气体平衡常数 30℃m=0.27 11)液体石蜡喷淋量的计算 最小喷淋量Lmin=V0(Y1-Y2)/(X1-X2) V0---每小时通过的惰性气体量=142.1/29=4.9kg.ml/h Y2---排出气体口的溶剂含量 Y2=0.3×125/93/100×(142.1/29)=0.00082(公斤分子/公斤分子) Y1---进气口的溶剂含量 Y1=0.15×125/93/（142.1/29）=0.0411(公斤分子/公斤分子) X1---排出液体的含溶量 X1= Y1/m=0.0411/0.27=0.152（公斤分子溶剂/公斤分子油） X2---进料出品油的含溶量取5%计算，液体石蜡的平均分子量取 310 X2=(0.5/93)/(99.5/310)=0.017 带入得：Lmin=4.9×[(0.0411-0.00082)/(0.152-0.017)]=1.45(公斤分子/小时) Lmin=449.5 kg/h L=1.5Lmin=674.25kg/h 12)吸收率Ea=(Y1-Y2)/Y1=(0.0411-0.00082)/0.0411=98% 2.填料的选择：按处理量与塔径来选取，选择Φ2.5×2.5×2.5的拉西环，其性能规格为： ⑴比表面积a=190m2/m2 ⑵空隙度ε=0.78m2/m3 ⑶填料因子 a/ε=400.4 ⑷堆积密度 rp=505kg/m3 个数n=49000只/m3 3.确定液体石蜡喷淋量L: ⑴L计算值偏低，其主要原因在于： a.尾气变化幅度大，本设计v=125m3/h,仅属理论估算而L值与Lmax计算值成正比 b.尾气温度变化，其喷淋量也随之变化，随着温度的升高，汽液平衡常数也随着增加，从而L也随着增加。 ⑵若采用尾气排风机，根据经验V应放大2到4倍，取2倍，则 L=2×674.25=1348.5kg/h 3 最后确定L取1500kg/h 4. 按泛点气速（Wf）确定吸收塔直径D ⑴泛点气速与允许速度（W0=0.6Wf-0.8Wf） 按泛点气速图计算： (L/G)0.25×(rG/rL)0.125=[1500/(142.1+18.75 )](1.29/842)0.125=0.36 查表得（W0/g）·(a/ε2)·(ra/rl)·u10.16=0.06 带入有W0=0.527m/s ⑵塔径D的计算：D=[v/(3600×3.14×w)]0.5=145mm 取D=200mm 即Φ200*6000 ⑶按D值反推最大处理量Vmax: Vmax=πD2×3600×W0/4=3.14×0.22×3600×0.527/4=59.57m3 ⑷核算喷淋密度L=V/πD2=(1500/842)/(3.14×0.22×1/4)=56.7 L>Lmax 5.填料层高度：假设吸收系统汽液平衡线与操作线符合亨利定律，且为直线关系： H=V/(Ky-af)∫(Y1/Y2)dy(Y-Y*)=V/(Ky×af)×(Y1-Y2)/ΔY1=H×N H---等板高度 N---传质单元数 V---气体流量 Ky---吸收传质系数 Ky=G/(F×Δym) (k mol/h.m2) ΔYm=(5.625-0.01125)/93=0.0603 ΔYm=[(Y1-Y1*)-(Y2-Y2*)]/Ln[(Y1-Y1*)-(Y2-Y2*)] Y1=0.20006 X1=[(5.625-0.01125)/93]/(300/310)=0.0623 Y1*=m·X1=0.27×0.0623=0.0168 Y2=0.0149 X2=0.017 Y2=m·X=0.27×0.017=0.0045 ΔY=[(0.2-0.0168)-(0.0149-0.0045)]/lg[(0.2-0.0168)/(0.0149-0.0045)]=0.139 F为填料层有效接触面积，设H=6m F=π/4D2×H×a=3.14/4×190×6×0.22=38.76 m2 带入得Ky=0.416/(38.76×0.059)=0.018 带入验证 H=[0.3893×（0.2006×0.0149）]/0.0315×190×0.785×0.04×0.0612]=5.82m=6m 6.填料层压力降：ΔP=ε·z·w2·rg/(zg)=0.051zw2rg ΔP=0.051×900×3×0.37562×1.81=35.16 kg/m2 其中：ε---阻力系数按润湿率计算，查表ε=900 （二）解析塔: 1. 原始数据：1）脱吸率：Es=(Xn+1-X1)/(Xn+1-X0)= [(0.05/90×0.95/310)-(0.005/93×0.995/310)]/(0.05/93×0.95/310-0)=90.5% 且L=Ln+1=1500/310+18.75/86.1=5.06 k mol/h 2. 最小汽液比（V/L）min及蒸汽用量 （V/L）min=ES/mi=90.5%/3=0.3017 式中：mi---己烷110℃，1kg/cm2的平衡常数mi=3 Vmin=0.3017L=1.527 k mol/h=27.49 kg/h 取V=5Vmin=137.43 kg/h 3. 空塔气速：1）已知条件为：110℃时溶剂蒸汽的体积流量： V1=G1·RT/M1·P=18.75×0.082×(273+110)(93×0.04/0.2)=15.84 m3/h 蒸汽体积流量V2=142.1×0.082×(273+110)/(18×1.0)=247.85 m3/h 混合蒸汽比重：rG=(142.1+18.75)/(15.84+247.85)=0.610 kg/m3 溶剂蒸汽比重：r1=1.18 kg/m3 水蒸气比重：r2=0.573 kg/m3 r1=842 kg/m3 ∵μ30=21.3cp ∴μ110=2.14cp 2)查表求W0： W02/g·a/ε·ra/r1·μ10.16=0.06 取填料尺寸Φ25×25×2.5的拉西环 Φ=a/ε2=400 W02=1.823 即W0=1.35 m/s 取W0=1.5m/s 4. 用蒸汽蒸馏脱臭公式计算直接蒸汽得用量： S’=P0/(E·Pr)·ln(V1/V2)带入得： S’=(160×0.9677)/(0.41×2400)ln[(5.625/93)/(0.01125/93)] =17.596 kg/h 5.板式塔的理论塔板数n: ES=(Sn+1-S)/(Sn+1-1)=0.933 式中：S=m·k(V/L)min·2=0.3017×3×2=1.81 代入n’=3.22 取板效率0.5 n=6.44 取7块板（实际取12块） 6.塔径的确定：D=[V/(0.785×w×3600)]0.5 =[(15.84+247.85)/(1.5×0.785×3600)]0.5=0.249 取D=300 按经验取H=6m故Φ300×6000 三. 换热器换热面积计算 （一）油-油换热器，采用螺旋板换热器 1.有关数据：冷介质为吸收以后的石蜡，热介质是解析以后的石蜡。 进口： T=30℃,石蜡1500kg/h,溶剂18.75 kg/h 出口: T =70℃,石蜡1500kg/h,溶剂18.75kg/h T=30℃时，石蜡的比热为0.465kcal/kg.℃,溶剂的焓为63.2 kj/kg T=70℃时，石蜡得比热为0.505kcal/kg.℃,溶剂焓为154.99kj/kg 2.热量计算 ΔQ=1500× (0.505×70-0.465×30)+18.75×(154.99-63.2)/4.2 =32509.8 KJ/m2.h.℃ 3.换热面积计算： T1=110℃ T2=75℃ t1=30℃ t2=70℃ Δtm=[(110-30)-(75-70)]/[(110-30)/(75-70)]=27.08℃ 取K=50kcal/m2.h.℃ A=32509.8/(50×27.08)= 24m2 实取30m2 取Φ25×2.5不锈钢管，管长为4m n=A/π.d0.L=30/(π×0.02×4)=119.4根 取120根 4.外壳直径的计算：t=1.3d0=1.3×0.025=0.0325 b=1.1n0.5=12.05 b’=1.8d0=0.045 D=t(b-1)+2b’=0.0325(12.05-1)+2×0.045=0.449 取D=0.5m 选型为Φ500×4000 4 油-蒸汽换热，采用列管换热器 1.T=110℃时，石蜡的比热为2.28kj/kg.℃,溶剂的焓为251.85 kj/kg 采用0.4Mpa的间接蒸汽加热T=143.4℃,r=2138.5KJ/kg T=70℃时，石蜡得比热为2.12kj/kg.℃,溶剂焓为154.99kj/kg 3. 热量计算:ΔQ=1500×(2.28×110-2.12×70)+18.75×(251.85-154.99)/4.2 =169032.4 KJ/kg 取5%热损失，间接蒸汽耗量G=1.05ΔQ G=1.05×169032.4/2138.5=82.99 kg/h 3.换热面积计算： T1=143.4℃ T2=143.4℃ t1=70℃ t2=110℃ tm=(143.4-70)-(143.4-110)/ln[(143.4-70)/(143.4-110)]=50.8℃ 取K=250kj/m2.h.℃ A=1.05×169032.4/(250×50.8)=13.98m2 取Φ25×2.5不锈钢管，管长为4m n=A/π.d0.L=13.98/(π×0.02×4)=55.6根 取56根 4.外壳直径的计算：t=1.3d0=1.3×0.025=0.0325 b=1.1n0.5=8.2 b’=1.8d0=0.045 D=t(b-1)+2b’=0.0325(8.2-1)+2×0.045=0.324 m 取D=0.4m 选型为Φ400×4000 （三）贫油的冷却（采用列管换热器） 1.有关数据：冷介质为25℃循环水，其出口温度假设为28℃，贫油温度由30℃降为26℃ T=30℃时，石蜡的比热为0.465kcal/kg.℃,溶剂的焓为63.71kj/kg T=26℃时，石蜡得比热为0.461kcal/kg.℃,溶剂焓为62.96kj/kg 2.热量计算:ΔQ=1500×(0.465×30-0.461×26) +18.75×(63.71-62.96)/4.2=2949.4 KJ/kg 3.换热面积计算： T1=30℃ T2=30℃ t1=26℃ t2=28℃ Δtm=[(30-26)-(30-28)]/ln[(30-26)/(30-28)]=2.89℃ 取K=250kj/m2.h.℃ A=2949.4/(250×2.89)=4.1m2 取备用系数1.2 A实=1.2×4.1=4.9m2 取5m2 取Φ38×2.5不锈钢管，管长为4m n=A/π.d0.L=5/(π×0.033×4)=12.1根 取13根 4.外壳直径的计算：t=1.3d0=0.0494 b=1.1n0.5=3.6 b’=1.8d0=0.0684 D=t(b-1)+2b’=0.0494(3.6-1)+2×0.0684=0.27m 取D=0.3m 选型为Φ300×4000 第六部分 主要管径和设备载荷计算 一 主要管径计算 1.混合油管：V=385600/923/24+1086800/672.4/24=84.75m3/h u=2m/s D=18.8·(v/u)0.5=18.8×(84.75/2)0.5=122.4 mm 选为Φ130×6000 2.一蒸到二蒸油管：v=385600/920/24+128500/632.4/24=25.93m3/h u=1m/s d=18.8×(25.93/1)0.5=95.7 mm 选为Φ100×5000 3.二蒸到汽提：v=385600/920/24+20300/592.4/24=18.48m3/h u=0.8m/s d=18.8×(18.48/0.8)0.5=90.4mm 选为Φ95×4000 4.毛油管：v=385600/920/24+120/672.4/24=17.46m3/h u=0.8m/s d=18.8×(17.46/0.8)0.5=87.8 mm 选为Φ90×4000 5.溶剂循环管：取溶剂循环量的1.2倍，则v=625m3/d u=4m/s 己烷在20℃时密度为659kg/m3 d=18.8(625/4×24)0.5=47.97 取48mm 选为Φ50×2.5 6.一蒸溶剂蒸汽管：r=93/0.082×(273+53)=3.48 kg/m3 53℃溶剂蒸汽比重为3.48 kg/m3 u=25m/s v=958300/24×3.48=11473.9m3/h d=18.8×(11473.9/25)0.5=402.8 选取Φ410×6500 7.进一蒸的溶剂蒸汽管：r=93/[0.082×(273+102)]=3.02 102℃时，溶剂蒸汽的比重为3.02kg/m3 v=104760×0.98/24×3.02=1416.5 m3/h u=25m/s d=18.8×(1416.5/25)0.5=141.5 mm 选为Φ150×6000 8.二蒸溶剂蒸汽管：v=108200 /3.02×24=1492.8 m3/h u=25m/s d=18.8×(1492.8/25)0.5=145.3mm 选为Φ150×6500 9.汽提塔溶剂蒸汽管：110℃时溶剂蒸汽比重为2.92 kg/m3 v1=20180/24×2.92=287.96 m3/h 水蒸气比重为0.565 m3/h v2=1635.19/24×0.565=120.59m3/h u=25m/s d=18.8×(408.55/25)0.5=76.0 mm 选型为φ80×6000 10.来自蒸汽包的蒸汽管径 φ100×3.0 11.循环水部分：管径计算取流速为u=3m/s v=1.8×1000/24=75m3/h d=18.8×(75/3)0.5=94mm选为φ100×3.0 12.石蜡管：v=1.33m3/h u=0.5m/s d=18.8×(1.33/0.5)0.5=30.66mm 选为φ32×2.0 13.自由气体管： 选为φ70×2.5 14.设备载荷： 一蒸：列管f38 × 3.5mm，长7m ，632根 查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×7×632=6193.6 kg 外形尺寸Φ1400×7000 V=3.14×1.4×1.4×7/4=10.8 m3 水重=1000×10.8=10800 kg 设壳体钢制结构及蒸汽重=1500 1500+6193.6+10800=18493.6 kg 取备用系数1.3，设备载荷为1.3×18493.6=24041.7 kg 取24042kg 二蒸：列管φ25×2.5，长6m ，100根 查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×6×100=840kg 外形尺寸Φ800×6000 V=3.14×0.8×0.8×6/4=3.00m3 水重=1000×3.00=3000 kg 设壳体钢制结构及蒸汽重=800 800+840+3000=4640kg 取备用系数1.3，设备载荷为1.3×4640=6032 kg 取6032kg 汽提塔：查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 外形尺寸Φ800×8000 V=3.14×0.8×0.8×8/4=4.1 m3 设壳体钢制结构及蒸汽重=2500 1000×4.1=4100 kg 4100+2500=6600 kg 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×6600=7920 kg 取7920kg 溶剂周转库：外形尺寸为Φ3000×5000 V=3.14×32×5/4=35.3 m3 设壳体重1800kg 水重=1000×35.3=35300 kg 35300+1800=37100 取为37100kg 吸收塔：查，《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 外形尺寸Φ200×6000 V=3.14×0.2×0.2×6/4=0.188 m3 设壳体钢制结构及蒸汽重=1500 喷淋石蜡及填料重=1000×0.188=188kg 1500+188=1688 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×1688=2025.6kg 取2026kg 解析塔：同吸收塔 蒸发器冷凝器：列管φ38×2.5，长6m 查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×6×950=7980 kg 外形尺寸Φ1200×4000 V=3.14×1.2×1.2×4/4=4.52 m3 冷凝器中：水重+溶剂重=1000×4.52=4520kg 设壳体钢制结构及蒸汽重=2000 2000+7980+4520=14500kg 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×14500=17400 kg 取17400kg 汽提冷凝器:列管φ25×2.5，长4m ，160根 查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×4×160=896kg 外形尺寸Φ600×4000 V=3.14×0.6×0.6×4/4=1.13 m3 冷凝器中：水重=1000×1.13=1130kg 设壳体钢制结构及蒸汽重= 1500+896+1130=3526 kg 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×3526=4231.2 kg 取4232kg 蒸脱冷凝器：列管φ38×2.5，长5m ，225根 查，《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×5×225=1575 kg 外形尺寸Φ950×5000 V=3.14×0.95×0.95×5/4=3.54 m3 水重=1000×3.54=3540 kg 设壳体钢制结构及蒸汽重=1500 kg 1500+1575+3540=6615 kg 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×6615=7938kg 取7940kg 浸出冷凝器：列管φ25×2.5，长4m ，70根 查《化工工艺设计手册》热轧无缝钢管规格与重量，得1.40kg/m 列管重=1.40×4×70=392 kg 外形尺寸Φ500*4000 V=3.14×0.5×0.5×4/4=0.785m3 冷凝器中：水重=1000×0.785=785kg 设壳体钢制结构及蒸汽重=1500 1500+392+785=2677kg 取备用系数1.2，设备载荷为1.2×2677=3212.4 kg 取3213kg 尾气冷凝器：同浸出冷凝器 第七部分 蒸汽用量 一蒸: 间接蒸汽 12111.13kg/d 0.6MPa 二蒸： 间接蒸汽9643.86kg/d 0.4MPa 汽提塔：直接蒸汽1635.19 kg/d 560mmHg 间接蒸汽7301.1 kg/d 560mmHg 第八部分 溶剂周转库的设计与选型 1.周转量G’=周转溶剂量（G1）+单位时间消耗量（G2）+铺底溶剂量（G3） 其中，G1 =1000t/d=41.67t/h G2=1000×1.0%/24=0.42 G3 =0.5t/h(按管道，容器，浸出器混合油斗容量估定) A. 周转库容量V=G（1+δ）/Ymin φn 式中：G = G’ /t=( G1+ G2+ G3) /t=(41.67+0.42+0.5)/3=14.2t Ymin按50轻汽油的比重计 Ymin=ρ50=ρ20-a(t-20)=0.6724-0.000897×(50-20)=0.6715(t/m3) N=1 δ=0.1 φ=0.85 t—停留时间取 t=1/2-1/3(h) 代入得：V=14.2×(1+0.1)/(0.6715×0.85×1)=27.37m2 B.结构尺寸的确定： 取D=3m,按1000t/h L=27.37/(3.14×32/4)=3.87m 取5m 取YRJK300 φ3000×5000 致谢 经过了本次毕业设计，使我获益匪浅。上学期理论知识的学习使我在理论方面对油脂的工厂设计有所了解，设计后使我有了进一步的了解，更加系统地了解设计过程与计算 参 考 文 献 1.《植物油脂生产与综合利用》 刘玉兰主编 2.《植物油生产工艺知识问答》 温士谦主编 3.《油脂化学与工艺学》 贝雷主编 4.《粮食输送机械与应用》 毛广卿主编 5. 《化工工艺设计手册》 化学工业出版社 6.《油脂制取与加工工艺》 河南科学技术出版社 7. 《化工原理》 化学工业出版社 8. 《化工设计》 华东理工大学出版社 9. 《中国油脂》 中国财经出版社 10.《上海金星泵业制造公司》 11.《泵和电动机的选用》 石油化学工业出版社 12.《化工计算》 13.《食品工厂设计》 粮油食品学院 设 备 一 览 表
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