年产1000吨棉籽油的工厂工艺设计

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T_2­ = 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%	25	75	95	99.97
总量kg/d	1472400	514100	405900	385700
油重kg/d	385600	385600	385600	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=Q_1­-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	1000mm
油斗个数	浸出器总长度	浸出器总高度	浸出器柱高
8	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=G_1­×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)/(3.14×0.2^2×1/4)=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/r_1·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)_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℃   

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_min φn

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
1	V301	环形浸出器	1	900000kg	13700*8000
2	V301a	存料箱	1
3	L301a	刮板输送机	1		MC50
4	L301b	刮板输送机	1		MC25
5	L301c	刮板输送机	1		MC25
6	V302a	蒸汽包	1
7	V302b	蒸汽包	1
8	P301a-g	溶剂循环泵	7	160kg	65Y-100
9	P302	混合油泵	2	283kg	100Y-120C
10	T301	高料层蒸脱机	1	400000kg
11	X301	粕末捕集器	1
12	X302	旋风分离器	1
13	V314	蒸煮罐	1	4000kg	φ2000*5000
14	V303	混合油罐	1	6000kg	φ2500*5500
15	E302	第一蒸发器	1	32325kg	φ1400*7000
16	V304	第一闪发箱	1	25000kg	φ3000*4500
17	V305	第二闪发箱	1	14000kg	φ1800*2700
18	E303	第二蒸发器	1	8360kg	φ800*6000
19	T302	汽提塔	1	10835kg	φ800*8000
20	P303a-b	蒸汽喷射泵	2
21	E304	油-油换热器	1
22	P304	一蒸喂料泵	1	215kg	GSY150-125A
23	P305	二蒸喂料泵	1		GSY80-250B
24	P306	毛油泵	1		65YT40*10
25	P307	毛油泵	1		65YT40*10
26	P308	冷凝液泵	1
27	E305	汽提冷凝器	1	5143kg	φ600*4000
28	E306	蒸发冷凝器	1	21051kg	φ1200*4000
29	E307	蒸脱冷凝器	1	10795kg	φ950*5000
30	E308	浸出冷凝器	1	8600kg	φ500*4000
31	E309	最后冷凝器	1	8600kg	φ1200*5000
32	E310	节能器	1		φ600*1500
33	V306	平衡罐	1		φ600*1500
34	P309	废液泵	1
35	V307	集液罐	1
36	P312	溶剂捕集泵	1
37	V310	分水箱	1	2000kg	2500*4000*50000
38	P311	新鲜溶剂泵	1
39	V311	溶剂周转库	1	3000kg	φ3000*50000
40	F301	防爆风机	1
41	V312	毛油箱	1	1000kg	2000*2000*2000
42	T303	吸收塔	1	2105kg	φ200*6000
43	T304	解析塔	1	2105kg	φ300*6000
44	V308	冷却器	1		φ100*1000
45	V309	加热器	1		φ100*1000
46	E311	板式换热器	1
47	P310a	石蜡富油泵	1	185kg	1^1/2GC-5
48	P310b	石蜡贫油泵	1	185kg	1^1/2GC-5
49	V313	石蜡分水箱	1		1000*1000*1000
50	P313	汽提喂料泵	1
51	P314	循环水泵	1