500吨年产香菇多糖提取综合车间设计要点

1、$讦力/玄上厚y Henan Untverslty of Technology500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(1)厂址及气象资料厂区位置：河南郑州高新区地势:气温:(2)原料：(3)产品：(4)产量：(5)工作制度：(6)乙醇回收车间有关数据发酵液酒精浓度：精储塔操作压强：精储塔进料温度：精储塔塔顶温度：精储塔塔釜温度：精储塔进料浓度： 精储塔塔釜产品浓度:、设计说明厂区地势平整最高温度40 C最低温度-10C平均温度15C香菇香菇多糖500吨/年三班制 年工作日300天70% (v)0.02MPa30

2、C78.5C99.6C32% (V)<0.01%2.1 全厂总平面布置全厂总平面设计为本设计的一项重要任务， 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

3、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

4、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，

5、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、

6、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。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。以上各个区域以仓库区、厂前区、原料场构成生产区。为保证生产的连续性， 应合理的布置各个区

7、，使生产发生联系的车间、仓库等就近布置，尽量减少管路 的交叉和返回，使生产上或与生产联系紧密的分区布置达到卫生防火的要求。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

8、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，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

9、精储对 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，分离过程，发酵 过程，精储过程以及其它辅助过程等。本设计任务重点是酒精精储过程。因此， 下面主要介绍一下精储塔布置情况。由于精储过程的主要设备是精储塔，精储塔属于露天式。车间为两层楼结构， 长为20m,宽为6 m,高为14.1 m, 一层高为7 m,二层高为7.1 m。精储过程

10、设有冷凝器和再沸器，及储罐等其它设备。结合生产流程图、车间立面图、车间平面图可以看出生产设备与生产流程的 关系，表现出车间的面积与空间、生产管理与操作条件及各工段的联系。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。(3)互相联系的设备，在保证正常运行必须的间距的条件下，彼此可以 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、

11、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1.667t/天，按提取率为7%计算，每次 投料约为10t。提取过程的温度为90 C,料液比为1:20,所以可知加水量为m水=20X10000=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3V= m 水/1000=200m取V实际=1.5 V,则V 实际 =300 m3热量衡算：由于为间歇式操作，里面保持 90。叵温提起，其中需要的热量为可用下式 计算：Q=CmM在提取时，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/m

12、ol K；故，Q=CmM=4.2 *2000+100) )(90-25)=57330000 kJ总传热系数由经验可知：K=2000W/m C所以可的加热面积为：A = Q = 573300 =4.4m2K(t -t0)2000 (90 - 25)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2m33m34.5m2400mm1300 >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

13、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Fxo= (F-W) xF (x - x0)x0所以 W = - = F(1 -)xxF一溶液加料量，kg/hW-水分蒸发量，kg/hxo, x一料液与完成液的质量分数，其中 X0=0.35%, x=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蒸发所需的潜热，除此之外，

14、 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+FCt 0=Wi+(FC-WC)t i+DC?+q'D(I-C?)=W(i- Ct i)+ FC(t i- to)+q，由上式可以计算计算热蒸汽的消耗量：D= W(i- Cti)+ FC(ti- to)+q '/ (I-C?)假设加热蒸汽和二次蒸汽都在冷凝温度时排出，则(I-C?)与(i- Ct i)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(t i- to)+q/R式中：C溶液的比热容，kJ/mol ' kD加热蒸汽的消耗量，kJ/hI 加热

15、蒸汽的热含量，kJ/moli 一二次蒸汽的热含量，kJ/molR加热蒸汽的蒸发潜热，kJ/molr一二次蒸发的蒸发潜热，kJ/mol?一冷凝水的温度，Kt0, t溶液最初温度与最终温度(沸点)，Kq'一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 *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143.3 KPa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=DR= 15700&g

16、t;2230=9775.8KW所以传热面积：A=Q/KT已知 K=1704W/m2 K则传热面积 A=97758/1704H0=1.6m2蒸发器的主要尺寸加热室主要尺寸：选用15mm 3mm,长为1m的不锈钢管作为加热管，则 管数为：1.6n =" d0l 3.14 0.01534根;为了安全，取n=34X1.1=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=1.1 881/2=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=S(nc-1)+2b =50天7-1)+2 (1.5 1

17、5)=345mm圆整后去di=400mm循环管尺寸计算：根据经验，循环管的截面积取80%的加热管总面积，即循环管总面积为：f =0.8nd2 =0.8 38 0.785 (15-3)2 -0.0035m24所以循环管直径为：4 0.00353.14=0.0668m圆整后取d=70mm分离室尺寸计算：取分离室高度为 1m。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：=0.4m3/sW _1303600： 3600 0.131取允许蒸发体积强度为VS,y=1m3/m3 s,则：_4VJ4 0.4Dz = =0

18、.731m ,取 DZ=800mmVM,y3 3.14所设计的外循环蒸发器主要尺寸如下表4.2:表4.2外循环蒸发器主要尺寸表规格长度/m根数直径 长度/m直径高度/m直径/mm/mm/mm 15mm< 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

19、 0.1%,可计算出每次投入醇析罐的量为：2000>0.35%=1%m贝U, m=7/0.01 kg =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=700/1000 m3=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%V3V=2m3所以，每次加入95%乙醇的量为2 m3。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=3.1 m3,查文献16可取醇析罐H/D=1.1(按反应器类型选择)所以，V 二工二 D2H 1- 1.1D3444V

20、4 3 1D =3=3=1.5m , H=1.1D=1.1 X.5=1.65m3.14 1.13.14 1.1(2)醇析罐材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>-20 C ;厚度 20mm<34mm； 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，则加入体 积可得：

21、m=7X10kg=70kg3V1=m/ k70/1000=0.07m3所以 V=2 V1=2X0.07=0.14 m3取装填系数为：0.82则，V实=0.14/0.82=0.17 m3,查文献18,可取醇析罐H/D=1.1(按反应器类型 选择)。所以，V=1 二 D2H=1 二 1.1D344D = 3；14V = J4x0.17m=444mm ,圆整后取 D=450mm, ,3.14 1.13.14 1.1H=1.1D=1.1 *50mm=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>-20 C ； 厚度 10mm

22、<34mm； 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t1=160C,排风温度t2=80C ,产 品的含水量为2%。(1)水分蒸发量W 二6腔二8.75 S".5kg/h(2)多糖产量100 -W1100 -85.7G2 =G1 =8.75 = 1.28kg/h100 -W2100-2(3)进风量根据t0=20C,相对湿度为80%,在IH图上查得x0=0.0118kg水蒸气/kg干空气I0=49.24kJ/kg 干空气当t1=160C, t

23、2=80C时，在I H图上查得Ii=|2=192.59 kJ/kg 干空气x=0.0425kg水蒸气/kg干空气所以 |_=-W=75=244.3kg 干空气/hx2 -x00.0425 -0.0118根据计算求得空气在20c时比容中=0.87m3/kg干空气3所以进风量为：V0=L w=244.3 0.87=212.54m/h(4)排风量根据计算，80c时，尾气排出时的含湿空气比容z=1.09m3/kg干空气所以排风量为：V2=L a=244.3 1.09=266.3m3/h(5)总热耗理论热耗：Qt=l(l2-l0)=212.54 (192.59-49.24)=30467.6kJ/h因为在

24、运行中有设备的热量损耗，这里设定热量损耗为8%,则QtQp 二n30467.60.92= 33117kJ/h(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,饱和蒸汽的比热燃为：I=2778kJ/kg,冷凝水比热燃i=734.1 kJ/kg(T-t0)-(T-ti)(174.5-20)-(174.5-160)0 tm = =17d. =59.2 C对数平均温度为：ln T 一t0ln 50T -t1174.5-160则，极热面积 A = -Q = 33117 =6.7m2K tm 84 59.2(7)蒸汽消耗量QP 33117V = 16.1k

25、g烝汽 /hl -i 2778 -734.1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 43表4.3喷雾干燥器主要参数表水分烝发里/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。设计按一天提取的任务量来计算，则所需要的体积为：3V=3X3=9m ;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2000 mm,罐壁高度为：3185mm,拱顶高度 为：260mm,总高：3445mm,拱顶厚度：5.5 mm。所用材料为：20R

26、(GB66547)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/ 3/m/mm/mm/mm/mm/mm10200085.534453185储罐(n )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0CW&00C,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/ 3/m/

27、 3/m/mm/mm/mm度/mm/kg66.282000820002.511604.2主要设备工艺计算及选型4.2.1精储过程原理和条件精微是多级分离过程，即多次而且同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-x-y相图，可以对精储原理作具体的分析说明。如图4.1将组成为XF,温度为tF的混合液加热到t1,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X1产品。图4.1多次部分汽化和冷凝的t-x-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

28、分而使产品量极少，且设备庞大。工业生产中的精储过程是在精储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所示为一精微塔。下面由加热釜(再沸器)供热，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。顶部冷凝得到的储出液部 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 置处加入精储塔，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

29、 向上逐 渐降低。1.1.1 储塔中物料流动示意图精储操作分析可知，为实现精储分离操作，除了具有足够层数塔板的精储塔 以外，还必须从塔顶引人下降液流（即回流液）和从塔底产生上升蒸汽流，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储过程连续进行的必 要条件。1.1.2 精储操作对塔设备的要求精储所进彳T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

30、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。对于减压精储操作，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。1.1.3 塔设备的类型气一液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精储操作既可采用板式 塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型

31、气 -液传质设备，具种类繁多，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%

32、,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。浮阀塔广泛用于精储，吸收以及脱吸等传

33、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, 塔高可达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。粘度稍大以及有一股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120 130%。根据工艺要求，本设计中选用浮阀塔。

34、3.3精储塔工艺设计计算3.3.1精储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1.8 106 =500kg/h ；150 24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P=0.879g/ml;乙醇含量95%时，密度P = 0.804g/ml。所以67.2/46Xf67.2/46 - 32.8/1893.9/46xd 二93.9/46 6.1/18= 0.445= 0.858Mf =(0.445 46 0.555 18)g/mol =30.46g/

35、molMd =(0.858 46 0.142 18)g/mol = 42.02g/mol500D =kmol/h = 11.9kmol/ h40.02釜液出料浓度控制在。01% 以内,所以 Xw=0.01/%/9：；9/18=。.00。04全塔物料衡算:F=D+WFxf=Dxd+Wxw又因为XF _ xWxD _ XWXD _ XF所以解得 F=22.95kmol/hW=11.05 kmol/h工艺中采用冷液进料，又因为 L=RD 其中取R=2.5由T-X-Y图可知，当xf=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

36、附录查的乙醇与水的相关物性参数为：乙醇的比热容 乙醇的汽化潜热 水的比热容 水的汽化潜热 换算成摩尔单位： 乙醇的摩尔比热容乙醇的摩尔汽化潜热 水的摩尔热熔2.994kJ/kg . K 864kJ/kg4.18 kJ/kg . K 2258kJ/kgCmA=137.73 kJ/kmol . Ka=38916 kJ/kmolCmB=75.26 kJ/kmol . K水的摩尔汽化潜热pb=40644 kJ/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：Cmp = CmAXA . CmB(1 一 XA)= 137.73 0.445 75.26 0.555=

37、 103.06kJ/kmoK加料液的平均汽化潜热：r = 4 3(1 - xA)= 38916 0.445 40644 0.555 = 39875.04kJ/kmol所以可得:/ Cmp .q=1(T -t)r103.06=1 (80.05-30)39875.04-1.133.3.2理论塔板数的计算(1)作 t-x-y 图常压下乙醇一水溶液的t-x-y图查文献17可知乙醇水溶液气液平衡数据，作 t-x-y图图4.3图4.4常压下乙醇一水溶液的x-y图(2)由平衡数据作得x-y图，求得最小回流比因为乙醇一水溶液的x-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xd点作与x-y相

38、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 _in =0.66,Rmin =1.9 ,Rmin 1则由经验数据取得 R=2.5C (1.12.0) Rmin,则R=2.5。则精微段操作线方程为:Lyn 1 xnVD xd )-xnV R 1xDR 12.50.858=xn '2.5 12.5 1=0.714xn 0.245提储段液相流量：L'=L+qF =29.75+1.13 22.95=55.68kmol/h提储段汽相流量：V = L -W=55.68-11.05=44.63 kmol/h则提储段操作线方程为：LDXd -

39、FXf55.6811.9 0.858 -22.95 0.445二Xn 44.6344.63= 1.25xn -0.000057(3)逐板计算法计算理论板数由相平衡方程y=-ax可知，x = -y1 (a -1)xa -(a 7)y根据乙醇一水体系的相平衡数据可计算出相对挥发度，结果如下: 当 x>0.7, y>0.755 时,a=1.29;当 xC(0.6, 0.7), yC (0.698, 0.755)时，a=1.43;当 xC(0.5, 0.6), yC (0.657, 0.698)时，a=1.72;当 xC(0.3, 0.5), yC (0.575, 0.657)时，a=2.

40、44;当 x<0.3, y< 0.575 时，a=4.5;因为 q=1.13,则由 x =(R 1)xF (q-1)xD 可得:R q3.5 0.445 0.13 0.858xq =q3.5 1.13= 0.46已知塔顶y =Xd =0.858 ,按逐板计算方法可算：精储段：从第一块板下降的液相组成：y1为:一,二a -(a -1)y10.8581.29 -0.29 0.858= 0.824从第二块板上升的汽相组成:y2 =0.714x1 0.245 = 0.714 0.824 0.245 = 0.833从第二块板下降的液相组成:X2 =丫20.833a -(a -1)y21.29

41、 -0.29 0.833= 0.795从第三块板上升的汽相组成:y3 -0.714x2 0.245-0.714 0.795 0.245-0.813从第三块板下降的液相组成：X3 =y3a 一（a 一1川30.8131.29-0.29 0.813= 0.772从第四块板上升的汽相组成:y4 =0.714x3 0.245 = 0.714 0.772 0.245=0.796从第四块板下降的液相组成：X4 =y，a - (a -1)y40.7961.29 -0.29 0.796= 0.752从第五块板上升的汽相组成:y5 =0.714x4 0.245 = 0.714 0.752 0.245 = 0.7

42、82从第五块板下降的液相组成:同理可知:x5 -Ys0.782a -(a - 1)y51.29 -0.29 0.782=0.736Y6 =0.77,y7 =0.759y8 =0.751y9 = 0.729yi0 =0.71,X6 =0.721;x7 =0.709;x8 =0.678;X9 =0.652;X10 =0.631;%1 =0.695, x11 =0.569;%2 =0.651, X12 =0.434=0.46;因为X12 <Xq ,则从第十二块板加料，此处为进料板 q提储段：从第十三块板上升的汽相组成：y13 = 1.25X1 - 0.000057 = 1.25 0.434 -

43、 0.000057 = 0.54244从第十三块板下降的液相组成:X13 =y13a - (a - 1)y130.54244 =0.2085144.5 -3.5 0.54244同理可知:y14= 0.260586,X|4= 0.072628;y15= 0.090728,X15 =0.021693;y16=0.027059,XI6= 0.006142;y17= 0.007621,X17= 0.001704;y18= 0.002073,X18-0.000461;y19= 0.000519,XI9= 0.000115;y20=0.000087,X20 =0.000019<% =0.00004;

44、所以求得理论板数为20块,加料板载第十二块。78.2 99.62= 88.9C ,由此查文献17(4)塔板效率的计算塔顶：Xd=0.858 时，tD=78.2 C所以塔顶和塔釜的算数平均温度为塔釜：xw=0.00004 时，tw=99.6C知，在 88.9C 时，N乙醇=0.4mPa s； N水=0.3mPa s。根据公式lg NLm = £ X lg H可得:J _ 10(0.4451g0.4 0.5551g0.3_ i0_(0.17711 -0.29026)= 0.34所以，由奥康奈尔关联式：Et =0.49/_叫)”.245可得塔板效率为:Et =0.49(： Ll)0245

45、=0.49 (2.1 0.34)°245 = 0.532(5)实际板数及加料位置的确定N一120 1N = 35.7, 取整数 N = 36 块Et 0.53212 -1加料板包置 NF =20.6,取整数 NF =21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l - ：v779.94 -1.44u =0.108=0.108.：m/s = 2.51m/s:V1.44除沫器的直径为D =4 0.3143.14 2.51m = 0.399m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

46、速Umax可以达到7.8m/s,所以取蒸汽速度UD=10m/s,则管径为4Vs二 udD4 0.314m = 0.2m3.14 10查GB8163-87,选用 245X 10mm勺热轧无缝钢管(2)回流液管径由于靠重力回流，所以选用回流液流速为UR=0.3m/s,则管径dR4 3.8 10- 3.14 0.3m = 0.04m(3)进料管径由于用泵进料,所以选用 UF=1.0m/s又Fs)募£22.95 30.463工 3m /s = 2.4x10 m /s ,则官径为:3600 806.784 2.4 1043.14 1.0m =0.0175m(4)查GB8163-87,选用 22

47、>2mm的热轧无缝钢管釜液排除管径釜液流出速度取uw=0.5m/s又Ws=WMlw = 11.05父18 m3/s = 5.8>d0-m3/s,则管径为:3600 ：lw3600 952.4dw =3.14 0.54 5.8 10，m = 0.013m查GB8163-87,选用 中18>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=V=41.65kmol/h ,取u=10m/s又 VS=841.65 m3/s = 0.28m3/s , 则管径为：3600 1.084 0.28.1m = 0.189m 3.14 10查GB8163-87,选用

48、203>mm的热轧无缝钢管3.4精储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20R J=132MPa, (r=13MPa, os=245 MPa；Q235-A J=113MPa, (r=113 MP a y235 MPa；E=1.9 105 MPa3.42按计算压力计算筒体和封头的厚度筒体：S=T-2二t -P0.1 8002 132 0.85-0.1mm = 0.35mm查GB8163-87可知，选用 4595mm的热轧无缝钢管封头采用标准椭圆封头:SPcDiK- 2二t _0.5PC0.1 800 1mm =

49、0.35 mm2 132 0.85 -0.5 0.1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=Sr-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=10.8mm =-(0(2 Di2)H0P钢=三义(0.822 -0.82)x10.8x7.85x103kg = 2156.3kg 44(2)封头质量查的DN800mm,厚度为10mm得椭圆封头质量约为73kg,则： m2=73>2=146kg(3)裙座质量按圆筒计算二 22223m3 =(

50、D。-Di )HsP钢=一父(0.82 -0.8 )父2父7.85父10 = 399.3kg 44所以，mm=m1+m2+m3=(2156.3+146+399.3) kg =2701.6kg3.4.3.2 塔内构件质量由资料可查的浮阀塔盘单位质量为75kg/m2。2m02 =一Di N P 75 = 0.836 75kg = 1356.5kg443.4.3.3 人孔、法兰、接管与附属物质量ma=0.25m01=0.25X 2701.6=675.4kg3.4.3.4 保温材料质量m03为封头保温层质量，保温层材料为复合硅酸盐，厚度为 100mm。m03 = (D0 2 s)2 - Do 山巳 2

51、人3=0.784 (1.022 -0.822) 10.8 300 0.398 300=1055.4kg3.4.3.5 平台、扶梯质量221m04 =一 (D0 2ds 2B)2 -(D0 2ds)2rqp qF H F4 -22_21_=(0.82 +2父0.1+2父0.9)2 -(0.82+0.2)2 囚一m2M150 +40父134 一2-1333.9kg式中：qp一平台单位质量，为150kg/m2;Hf一扶梯高度，为13m；qF一笼式扶梯的单位质量，为40kg/m；n一平台数量，2个3.4.3.6操作时塔内物料质量冗冗.m04 = DhPlDhPl，rf Pl44,hL=0.05m, P

52、L =-L-L=:=829.77kg/m 3, 塔釜深度 ho=1m,3vf=0.199 m ;所以，_2_2n4 =0.785 0.82 0.05 36 829.77 0.785 0.82 1 829.77 0.199 829.77= (750.4 416.9 165.1)kg=1332.4kg3.4.3.7充水质量二一2m05 = Di H0 w 2vf w42-= (0.785 0.8 10.8 1000 2 0.199 1000)kg-5823.9kg3.4.3.8全塔操作质量、全塔最小质量及最大质量全塔操作质量：m° = m01 m02 m03 m04 m05 以= (27

53、01.6 1356.5 1055.4 1333.9 1332.4 675.4)kg=8455.2kg全塔最小质量：mmin = m01 0.2m02 m03 m04 ma-(2701.6 0.2 1356.5 1055.4 1333.9 675.4)kg-6037.6kg全塔最大质量：mmax = m01 m02 m03 m04 ma mw= (2701.6 1356.5 1055.4 1333.9 675.4 5823.9)kg=12271.3kg3.4.4塔的自阵周期计算塔自振周期：T1 -90.33HErne；，4T1= 90.33 141008455.2 141001.9 105 8 800310“=0.5s3.5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/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，具定性温度可