弱电工程包括:年产1000吨棉籽油的工厂工艺设计

来源：百度文库编辑：偶看新闻时间：2024/04/29 21:44:05

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

原料：棉仁

入浸料总重：1000t/d

含油率： 39%

含油量： 390t/d

含水率： 11%

含水量： 110t/d

干物质量：500t/d

棉酚含量： 0.20%

棉酚总量：2t/d

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 Om =1/(100-1-8)=0.01

On = Oo - Om = 0.78-0.01=0.77

Mm =16/(100-16-8) + Om=0.22

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

Q_a= 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

Q_b =（G₂-12111.13）×（645.77-398.1/4.1868）=550.69×（G₂-12111.13）

Q₄= Q_a+ Q_b ,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=I_2.*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 + I_2.×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

混合油

蒸发前

一蒸后

二蒸后

汽提后

油浓度%

99.97

总量kg/d

1472400

514100

405900

385700

油重kg/d

385600

溶剂重kg/d

1086800

128500

20300

120

蒸发溶剂kg/d

958300

108200

20180

(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^-5×0.95^3.57×560^{(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×C^3.57×P^{(0.73-0.00043c)}

=0.135×10^-5×C^3.57×560^{(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

入浸量

曲率半径

喷淋时间

沥干时间

41666.67kg/h

2000mm

35min

8min

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：

料格长度

料格宽度

料格高度

油斗高度

21000mm

3000mm

1000mm

油斗个数

浸出器总长度

浸出器总高度

浸出器柱高

13700mm

8000mm

1000mm

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

ΔT_m=(ΔT ₁-ΔT₂)/ln(ΔT ₁/ΔT₂) =22.2℃

S^‘=ΔQ /K·ΔT_m=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×n^0.5 = 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×n^0.5 =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 ∴Δt_m=Δt₁+Δt₂/2=19.6

F=ΔQ/K·Δt_m=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： L_S=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： L_n=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

X_n+1—组份在进料液中的分子浓度 X_n+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：V_S=(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=E_k/M_k

E_k---脱吸效率，即关键组份被脱吸的百分比，且E_k=(X_n+1-X₁)/(X_n+1-X)=(S_Kⁿ⁺¹-S)/(S_Kⁿ⁺¹-1)

其中：X_n+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

S_K-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：

E_K=(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S_K

S_K=(V/L)×M_K=3×0.624=1.872

4.理论塔板数n：E_K=(S_Kⁿ⁺¹-S_K)/(S_Kⁿ⁺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

W_max=C×[(r_L-r_v)/r_v]^0.5

V—气相总体积流量（m³） r_L,r_V—分别为液相气相重度 kg/m³

W—计算空塔速度，取W=（0.6-0.8）W_max 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r_v=(G₁+G₂)/(V₁+V₂)

=(20180 +7301.1)/24/(280.24+523.85)=1.4kg/m³

4)混合油（富油）重度 r_L=(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)·(r_l/r_v)^0.5=0.016×(907.6/1.4)^0.5=0.41

(2)取板间距（即塔盘组间距） H_T=H_T-h=20 cm

(3)查表得：C₂₀=0.032(设液层高度h₁=0.01,忽略不计)

3.W_max=C×[(r_L-r_v)/r_v]^0.5=0.032×[(907.6-1.4)/1.4]^0.5=0.814m/s

4.W=0.6W_max=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

ΔT_m=(ΔT₁-ΔT₂)/㏑(ΔT₁/ΔT₂)=11.74

F=ΔQ/kΔT_m=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=1.1n^0.5=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t_a,t_b按下式求得:

ΔQ₁/(ΔQ₂+ΔQ₃)=( Δt₂-Δt_b)/( Δt_b-Δt₁)

1357228.656/10527355.2=（33-Δt_b）/（Δt_b-25）故Δt_b=32.08℃

ΔQ₂/ΔQ₃=( Δt_b-Δt_a)/( Δt_a-Δt₁)

8511018.5/2016336.7 =(32.08-Δt_a)/( Δt_a-25) Δt_a=26.36℃

4.传热面积F的确定 K取120

⑴分别计算下值，即：

Δt_m1=Δt₁+Δt₂/2=[(80-33)+(72-32.08)]/2=43.46℃

F₁=ΔQ₁/K·Δt_m1=1357228.656/(120×43.46×24)=10.8m²

Δt_m2=Δt₁+Δt₂/2=(72-32.08+72-26.36)/2=42.78 ℃

F₂=ΔQ₂/K·Δt_m2=8511018.5/(120×42.78×24)=69.1 m²

Δt_m3=Δt₁+Δt₂/2=(72-26.36+72-25)/2=46.32 ℃

F₃=ΔQ₃/K·Δt_m3=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=1.1n^0.5=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ΔT_m=(ΔT₁-ΔT₂)/2.3㏒ΔT₁/ΔT₂=14.78℃

F=ΔQ/kΔT_m=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t_a,t_b的求法：ΔQ₁/(ΔQ₂+ΔQ₃)=(t₂-t_b)/(t_b-t₁)

即1721440.4/(8975190+2224592)=(33－t_b)/(t_b－25) ∴ t_b=31.9℃

ΔQ₂/ΔQ₃=(31.9-t_a)/(t_a-25)

8975190/2224592 =(31.9-t_a)/(t_a-25) ∴ t_a=26.39℃

b.分别为平均温度差：

Δt_m1=(Δt₁+Δt₂)/2=[(95-33)+(72-31.9)]/2=51.05℃

Δt_m2=(Δt₁+Δt₂)/2=[(72-31.9)+(72-26.39)]/2=42.86℃

Δt_m3=(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=1.1n^0.5=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-t_a)/(t_a-25)=1.74

∴ t_a=56.04℃

Δt_m1=〔(110-t_a)-(t_a-25)〕/〔㏑(110-56.04)/(56.04-25)〕

= 41.67 ℃

Δt_m2=〔(72-41.67)-(38-25)〕/〔㏑(72-41.67)/(38-25)〕

=20.4℃

取k为150

故:F₁=ΔQ₁/(kΔt_m1)= 2264566.7/(150×24×41.67)=15.0㎡

F₂=ΔQ₂/(kΔt_m2)= 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=1.1n^0.5=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

ΔT_m=(ΔT₁-ΔT₂)/ln(ΔT₁/ΔT₂)=15℃

取K=300 k cal/m².h.℃

F=ΔQ/K·ΔT_m=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=1.1n^0.5=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 1^1/2GC-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 1^1/2GC-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L_min=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：L_min=4.9×[(0.0411-0.00082)/(0.152-0.017)]=1.45(公斤分子/小时) L_min=449.5 kg/h L=1.5L_min=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L_max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（W_f）确定吸收塔直径D

⑴泛点气速与允许速度（W₀=0.6W_f-0.8W_f）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)·u₁^0.16=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V_max:

V_max=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>L_max

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/(K_y-a_f)∫(Y₁/Y₂)dy(Y-Y^*)=V/(K_y×a_f)×(Y₁-Y₂)/ΔY₁=H×N

H---等板高度 N---传质单元数 V---气体流量 K_y---吸收传质系数 K_y=G/(F×Δy_m) (k mol/h.m²)

ΔY_m=(5.625-0.01125)/93=0.0603

ΔY_m=[(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K_y=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：E_s=(X_n+1-X₁)/(X_n+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=L_n+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=E_S/m_i=90.5%/3=0.3017

式中：m_i---己烷110℃，1kg/cm²的平衡常数m_i=3

V_min=0.3017L=1.527 k mol/h=27.49 kg/h

取V=5V_min=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：r_G=(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·r_a/r₁_·μ₁^0.16=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·P_r)·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: E_S=(S_n+1-S)/(S_n+1-1)=0.933

式中：S=m·k(V/L)_mi_n·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℃

Δt_m=[(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=1.1n^0.5=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℃

t_m=(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=1.1n^0.5=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℃

Δt_m=[(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=1.1n^0.5=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）/Y_minφn

式中：G = G^’/t=( G₁+ G₂+ G₃) /t=(41.67+0.42+0.5)/3=14.2t

Y_min按50轻汽油的比重计

Y_min=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

序号

位号

名称

数量

负载重量kg

备注

V301

环形浸出器

900000kg

13700*8000

V301a

存料箱

L301a

刮板输送机

MC50

L301b

刮板输送机

MC25

L301c

刮板输送机

MC25

V302a

蒸汽包

V302b

蒸汽包

P301a-g

溶剂循环泵

160kg

65Y-100

P302

混合油泵

283kg

100Y-120C

T301

高料层蒸脱机

400000kg

X301

粕末捕集器

X302

旋风分离器

V314

蒸煮罐

4000kg

φ2000*5000

V303

混合油罐

6000kg

φ2500*5500

E302

第一蒸发器

32325kg

φ1400*7000

V304

第一闪发箱

25000kg

φ3000*4500

V305

第二闪发箱

14000kg

φ1800*2700

E303

第二蒸发器

8360kg

φ800*6000

T302

汽提塔

10835kg

φ800*8000

P303a-b

蒸汽喷射泵

E304

油-油换热器

P304

一蒸喂料泵

215kg

GSY150-125A

P305

二蒸喂料泵

GSY80-250B

P306

毛油泵

65YT40*10

P307

毛油泵

65YT40*10

P308

冷凝液泵

E305

汽提冷凝器

5143kg

φ600*4000

E306

蒸发冷凝器

21051kg

φ1200*4000

E307

蒸脱冷凝器

10795kg

φ950*5000

E308

浸出冷凝器

8600kg

φ500*4000

E309

最后冷凝器

8600kg

φ1200*5000

E310

节能器

φ600*1500

V306

平衡罐

φ600*1500

P309

废液泵

V307

集液罐

P312

溶剂捕集泵

V310

分水箱

2000kg

2500*4000*50000

P311

新鲜溶剂泵

V311

溶剂周转库

3000kg

φ3000*50000

F301

防爆风机

V312

毛油箱

1000kg

2000*2000*2000

T303

吸收塔

2105kg

φ200*6000

T304

解析塔

2105kg

φ300*6000

V308

冷却器

φ100*1000

V309

加热器

φ100*1000

E311

板式换热器

P310a

石蜡富油泵

185kg

1^1/2GC-5

P310b

石蜡贫油泵

185kg

1^1/2GC-5

V313

石蜡分水箱

1000*1000*1000

P313

汽提喂料泵

P314

循环水泵

请高手帮我设计一个年产6 万吨的氨基酸工厂主要是发酵罐谷氨酸生产味精（年产10吨）分离纯化工段工艺设计本科论文年产8万吨洗衣粉厂的设计年产14万吨聚丙烯生产工艺设计我要知道化装镜的专利设计和工艺信息，以及工厂情况。毕业设计<<年产1500t醋酸乙酯车间工艺设计>> 齿轮泵的工艺工装设计左支座的工艺设计气门摇杆轴支座的工艺设计气门摇杆轴支座的设计工艺城市自来水长的工艺设计关于食品工厂设计的可行性报告求发酵工厂设计方面的资料开个年产1000只的龟场要投资多少钱机械工艺设计山东工艺设计学院 switch2900a是那年产的？谁知道这是哪年产的奔驰？有关工厂供电设计公司要我先做工艺，不知哪道工艺对以后的设计有帮助？如何写一篇有关制剂工艺设计的文章 qiu气门摇杆轴支座的工艺设计起落架活塞杆的结构分析和工艺规程设计谁有推动架的工艺卡片，专用夹具设计！！！！