500吨/年产香菇多糖提取
综合车间设计
一、设计任务和内容
1.1 设计题目
年产5吨香菇多糖的工艺设计
1.2 设计原始数据
（1）厂址及气象资料
①厂区位置： 河南郑州高新区
②地势： 厂区地势平整
③气温： 最高温度40℃
最低温度 -10℃
平均温度 15℃
（2）原料： 香菇
（3）产品： 香菇多糖
（4）产量： 500吨/年
（5）工作制度： 三班制 年工作日300天
（6）乙醇回收车间有关数据
① 发酵液酒精浓度： 70％（v）
② 精馏塔操作压强： 0.02MPa
③ 精馏塔进料温度： 30℃
④ 精馏塔塔顶温度： 78.5℃
⑤ 精馏塔塔釜温度： 99.6℃
⑥ 精馏塔进料浓度： 32％（V）
⑦ 精馏塔塔釜产品浓度：
二、设计说明
2.1 全厂总平面布置
全厂总平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计合理与否，直接影响新建厂能否节约而有效的的顺利进行，影响到新建厂后的生产、管理、成本、能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。总平面设计的基本原则为；
（1） 建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生产作业线；
（2） 原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程疏通，避免交叉和
往返；
（3） 厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运路线和人员
路线不交叉；
（4） 适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但必须符合防火和卫生技术
条件的要求；
（5） 在保证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽量紧凑，根
据生产的特点和设计拟建的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环境美化。
2.1.1 原料厂及堆场
本厂的主要原料是香菇，香菇受潮容易腐烂发霉，所以要防止雨淋。同时应保证良好的通风条件。应设计在工厂主干道旁并且靠近粉碎车间，以便减少运输。
2.1.2 生产区
生产区是工厂的主要组成部分，占地面积很多。生产区的布置在工厂的中心地带，与大门直接相对，使工人上下班和运输都比教方便。
建筑物的相对位应符合生产流程的要求，同一生产系统多生产线路尽可能成链状列。建筑物之间的距离，在满足防火要求的前提下尽量缩小，以减少建筑面积。提高建筑系数和场地利用系数。
厂房的方向、位置和间距应符合采光通风的要求。从方向来说，按生产流程方向自东向西；就位置而言，苛重和震动大的车间，如锅炉房等，力求设置在地址较好的地段上。为了获得较好的自然采光以及厂房的防震效果，大部分采用工字形、L形、11形厂房，外形简单整齐。为了获得良好的通风条件，厂房与主导风向仍成45度角。
辅助附属车间及其它服务环节的位置位于其服务范围的中心或靠近主要服务对象。如原料场靠近车间，废渣回收靠近运输路线。生产性质相同的车间或辅助环节，做到尽量联合布置，在大厂房中，这样可以缩短距离，提高场地的利用率和办事效率。而各种不易受气候影响的设备如塔等，均采用露天布置，这样可以节省投资。
合理的进行厂内道路布置，对提高运输效率，保证运输安全等均有重要意义。道路的宽度主要取决车辆通行量、行使车辆的型号和工厂的规模。拟建厂设计道路宽度为9米，道路的交叉口为圆形。
工厂绿化可分为生产区绿化、厂前区的绿化、生产区与生活区之间隔离地带的绿化。生产区的绿化能减弱生产中散发出来的有毒气体和噪音对人体的影响。同时能净化空气，吸收生产过程中散发出来的烟尘，有助于改善厂区的气候，而且能减少夏季阳光的辐射，在冬季能防风，有利于保温。
2.1.3 厂前区
厂前区的建筑包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等。其中行政楼位于主干道前，靠近工厂边缘。研发楼、医务室位于主楼后边，周围设绿化带。
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，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精馏对其提取，并再次用于香菇多糖的提取中。提取香菇多糖后的残渣，可以对这些残渣进行发酵生产香菇醋，以获得更好的经济利益。因此，本生产工艺无“三废”排放，可实现清洁生产。
2.3 车间布置说明
本厂采用水提醇沉法制取香菇多糖，并将所用的乙醇进行回收再利用处理。根据实际情况，设计包括以下几个过程：粉碎过程，提取过程，分离过程，发酵过程，精馏过程以及其它辅助过程等。本设计任务重点是酒精精馏过程。因此，下面主要介绍一下精馏塔布置情况。
由于精馏过程的主要设备是精馏塔，精馏塔属于露天式。车间为两层楼结构，长为20m，宽为6 m，高为14.1 m，一层高为7 m，二层高为7.1 m。精馏过程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、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℃，料液比为1:20,所以可知加水量为 m水=20×10000=200000kg
因为提取中主要含有水，则溶液密度可按水密度来计算；则
V= m水/1000=200m3
取V实际=1.5 V，则V实际=300 m3
热量衡算：
由于为间歇式操作，里面保持90℃恒温提起，其中需要的热量为可用下式计算：
Q=CmΔT
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=4.2 kJ/mol·K；
故，Q=CmΔT=4.2×(2000+100)×(90-25)=57330000 kJ
总传热系数由经验可知：K=2000W/m·℃ 所以可的加热面积为：A=Q573300==4.4m2 K(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
公称体积 实际体积 加热面积 加料口直径 外形尺寸
2m3m4.5m400mm 1300×3850
搅拌速率 排出口直径 质量 配套电机
60r/min 800mm 2050kg 4kw
3.1.2 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：
①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
Fx0=（F-W）x
F(x-x0)x=F(1-0) 所以W=xx
F—溶液加料量，kg/h
W—水分蒸发量，kg/h
x0，x—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
②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，还要供给溶液加热至沸点及损失于外界热量，所以蒸发量由以上三者之和决定，可以通过热量衡算求得；
DI+FCt0=Wi+(FC-WC)t1+DCӨ+q′
D(I-CӨ)=W(i- Ct1)+ FC(t1- t0)+q′
由上式可以计算计算热蒸汽的消耗量：
D=[ W(i- Ct1)+ FC(t1- t0)+q’]/ (I-CӨ)
假设加热蒸汽和二次蒸汽都在冷凝温度时排出，则(I-CӨ)与(i- Ct1)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(t1- t0)+q′]/R
式中：C—溶液的比热容，kJ/mol·k
D—加热蒸汽的消耗量，kJ/h
I—加热蒸汽的热含量，kJ/mol
i—二次蒸汽的热含量，kJ/mol
R—加热蒸汽的蒸发潜热，kJ/mol
r—二次蒸发的蒸发潜热，kJ/mol
Ө—冷凝水的温度，K
t0，t—溶液最初温度与最终温度（沸点），K
q′—损失于外界的热
由于多糖含量为0.35%
则，C=4.2×(1-0.35%)=4.18kJ/kg·K。
料液温度为30℃，出口为100℃，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=15700×2230=9775.8KW
所以传热面积：A=Q/KT
已知K=1704W/m2·K
则传热面积A=97758/1704×70=1.6m2
③蒸发器的主要尺寸
加热室主要尺寸：选用Ф15mm×3mm，长为1m的不锈钢管作为加热管，则管数为：
n=A1.6=≈34根; πd0l3.14⨯0.015
为了安全，取n=34×1.1=38根。
加热管按正三角形排列，则管束中心线上的管子数约为：
nC=1.1n1/2=1.1×381/2=7根
取管心距S为50mm，取管束中心线上最外层的中心至壳体内部的距离b′为1.5d0，则极热室直径为：
di=S(nc-1)+2b′=50×(7-1)+2×(1.5×15)=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π循环管总面积为：f=0.8nd02=0.8⨯38⨯0.785⨯(15-3)2=0.0035m2 4
所以循环管直径为：
d=
==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ρ为0.131kg/m3，则二次蒸汽的体积流量为：
VS=W130==0.4m3/s 3600ρ3600⨯0.131
取允许蒸发体积强度为VS,y=1m3/m3·s，则：
DZ===0.731m，取DZ=800mm 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
加热管 加热室 分离室 循环管
规格 长度/m 根数 直径长度/m 直径高度/m 直径
/mm /mm /mm
Ф15mm×3m1 38 400 约1 800 1 70
醇析过程主要是将水提后的多糖溶液进一步进行醇析提取，已得到纯度较高的多糖。醇析过程主要在常温下进行操作，因为乙醇容易挥发，温度过高会使乙醇大量挥发而产生浪费，并且高温操作也会带来危险。
（1）醇析罐体积计算
物料衡算：
由于整个过程为间歇操作，按照任务量可知每次进料为2000kg，含糖量为0.35%，经过蒸发器蒸发浓缩后浓度达0.1%，可计算出每次投入醇析罐的量为：
2000×0.35%=1%m
则，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%V V≈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)。
11所以，V=πD2H=π⨯1.1D3 44
D=1.5=1.65m =，H=1.1D=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℃；
厚度20mm
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：
m=7×10kg=70kg
V1=m/ρ=70/1000=0.07m3
所以V=2 V1=2×0.07=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)。 11所以，V=πD2H=π⨯1.1D3 44
D==，圆整后取D=450mm， H=1.1D=1.1×450mm=495mm
（2）脱蛋白罐材料选择
设计选用三个提取罐，取其壁厚为10mm，材料为20R（GB6654）；
许用温度为>-20℃；
厚度10mm
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=20℃，相对湿度为80%，加热蒸汽的压力为0.8MPa，进风温度t1=160℃，排风温度t2=80℃，产品的含水量为2%。
（1）水分蒸发量
W=G1W1-W285.7-2=8.75⨯=7.5kg/h 100-W2100-2
（2)多糖产量
G2=G1100-W1100-85.7=8.75⨯=1.28kg/h 100-W2100-2
（3）进风量
根据t0=20℃，相对湿度为80%，在I—H图上查得
x0=0.0118kg水蒸气/kg干空气
I0=49.24kJ/kg干空气
当t1=160℃，t2=80℃时，在I—H图上查得
I1=I2=192.59 kJ/kg干空气
x=0.0425kg水蒸气/kg干空气
所以，L=W7.5==244.3kg干空气/h x2-x00.0425-0.0118
根据计算求得空气在20℃时比容γ0=0.87m3/kg干空气
所以进风量为：V0=Lν0=244.3×0.87=212.54m3/h
（4）排风量
根据计算，80℃时，尾气排出时的含湿空气比容γ2=1.09m3/kg干空气 所以排风量为：V2=Lν2=244.3×1.09=266.3m3/h
（5）总热耗
理论热耗： Qt=I(I2-I0)=212.54×(192.59-49.24)=30467.6kJ/h
因为在运行中有设备的热量损耗，这里设定热量损耗为8%，则
QP=Qt
ηn=30467.6=33117kJ/h 0.92
（6）空气加热管面积
查饱和水蒸汽性质表得，当表压为0.8Mpa时，饱和蒸汽温度为T=174.5℃，饱和蒸汽的比热焓为：I=2778kJ/kg，冷凝水比热焓i=734.1 kJ/kg。 ∆tm=(T-t0)-(T-t1)(174.5-20)-(174.5-160)==59.20CT-t0174.5-20lnln 174.5-160T-t1对数平均温度为：
则，极热面积A=QP33117==6.7m2 K∆tm84⨯59.2
（7）蒸汽消耗量
QP33117==16.1kg蒸汽/h I-i2778-734.1
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4.3： 表4.3 喷雾干燥器主要参数表
型号 水分蒸发量/kg 所需功率/kw
PD-2 14 35
3.1.6 储罐的选择
① 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：
V=3×3=9m3；
填充系数：0.85
罐实际容积：V实=10m3
查文献[16],可选储罐型号为：HG5-1574-85
计算容积为10m3，储罐内径为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（GB66547） V=
储罐的液位计选择：
钢与玻璃烧结液位计（HG21606—1993）
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：0~180℃
设计压力：-0.1~2.5MPa
其储罐主要参数见下表4.4（a）
表4.4（a）提取后原料储罐主要参数表
公称容积公称直径拱顶高度拱顶厚度总高度管壁高度/m3 /mm /mm /mm /mm /mm
10 2000 8 5.5 3445 3185
②储罐（Ⅱ）的用途是存储乙醇
本储罐标准系列的设计压力为常压，设计温度为0℃≤t≤200℃，公称容积Vg为0.1~8m3。
所以根据乙醇储罐的大小可选择储罐型号为：HG5-1573-85-19，其主要参数如下表4.4：
表4.4（b） 乙醇储罐主要参表
公称容积全容积公称直径厚度高度允许腐蚀裕储罐质量/m3 /m3 /mm /mm /mm 度/mm /kg 6 6.28 2000 8 2000 2.5 1160
4.2 主要设备工艺计算及选型
4.2.1 精馏过程原理和条件
精馏是多级分离过程，即多次而且同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，可以对精馏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分而使产品量极少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。
如下图4.2所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定液层。上升蒸汽和下
降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经
各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度由下 向上逐渐降低。
图4.2 精馏塔中物料流动示意图
精馏操作分析可知，为实现精馏分离操作，除了具有足够层数塔板的精馏塔以外，还必须从塔顶引人下降液流(即回流液)和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液两相体系。因此，塔底上升蒸汽流和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。
3.2.2 精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)，液两相之间的传质，而作为气(汽)，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
(1) 气(汽)，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。
(2) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动
力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
(5) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。
(6) 塔内的滞留量要小。
3.2.3 塔设备的类型
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，穿流多孔板塔，舌形塔，浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
工业上最早使用的是泡罩塔(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：
① 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。
② 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。
③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：
① 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
② 操作弹性较小(约2～3)。
③ 小孔筛板容易堵塞。
（2）浮阀塔
在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，
在塔板开孔上有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率，压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达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：
① 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40%，而接近于筛板塔。 ② 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板，泡罩，舌形塔板的操作弹性要大得多。
③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
⑤ 液面梯度小。
⑥ 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
⑦ 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80%，为筛板塔的120～130%。
根据工艺要求，本设计中选用浮阀塔。
3.3 精馏塔工艺设计计算
3.3.1 精馏塔的物料衡算
根据任务可知，年产酒精是1800吨，按每年150天计算，则平均产量为
1.8⨯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ρ=0.879g/ml；
乙醇含量95％时，密度ρ=0.804g/ml。
67.2/46=0.44567.2/46+32.8/18所以 93.9/46xD==0.85893.9/46+6.1/18xF=
MF=(0.445⨯46+0.555⨯18)g/mol=30.46g/mol
MD=(0.858⨯46+0.142⨯18)g/mol=42.02g/mol
D=500kmol/h=11.9kmol/h40.02
0.01/46=0.00004 0.01/46+99.99/18釜液出料浓度控制在0.01％以内，所以xW=
全塔物料衡算：
F=D+W
FxF=DxD+WxW
又因为 DFW== xF-xWxD-xWxD-xF
所以解得 F=22.95kmol/h W=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—水溶液的泡点为80.05℃，在品均温度为（80.05+30）/2=55.03℃下，查文献[17]附录查的乙醇与水的相关物性参数为：
乙醇的比热容 2.994kJ/kg﹒K
乙醇的汽化潜热 864kJ/kg
水的比热容 4.18 kJ/kg﹒K
水的汽化潜热 2258kJ/kg
换算成摩尔单位：
乙醇的摩尔比热容 CmA=137.73 kJ/kmol﹒K
乙醇的摩尔汽化潜热 rA=38916 kJ/kmol
水的摩尔热熔 CmB=75.26 kJ/kmol﹒K
水的摩尔汽化潜热 rB=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-xA)
=137.73⨯0.445+75.26⨯0.555=103.06kJ/kmol K
加料液的平均汽化潜热：
r=rAxA+rB(1-xA)
=38916⨯0.445+40644⨯0.555=39875.04kJ/kmol
所以可得：
q=1+Cmp
r
103.06=1+⨯(80.05-30) 39875.04
=1.13(T-t)
3.3.2 理论塔板数的计算
（1）作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
t
/
图4.3 常压下乙醇－水溶液的t-x-y图
图4.4 常压下乙醇－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－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Rmin=0.66, Rmin＝1.9 ， Rmin+1
则由经验数据取得 R=2.5∈（1.1～2.0）Rmin，则R=2.5。
则精馏段操作线方程为：
yn+1=xLDRxn+xD=xn+D
VVR+1R+1
2.50.858=xn+ 2.5+12.5+1
=0.714xn+0.245
提馏段液相流量： L′=L+qF=29.75+1.13×22.95=55.68kmol/h 提馏段汽相流量： V′= L′-W=55.68-11.05=44.63 kmol/h
则提馏段操作线方程为：
yn+1=Dx-FxFL'xn+D
V'V'
55.6811.9⨯0.858-22.95⨯0.445=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=axy可知，x= 1+(a-1)xa-(a-1)y
根据乙醇—水体系的相平衡数据可计算出相对挥发度，结果如下： 当x＞0.7，y＞0.755时，a=1.29;
当x∈(0.6，0.7)， y∈(0.698，0.755) 时，a=1.43;
当x∈(0.5，0.6)， y∈(0.657，0.698) 时，a=1.72;
当x∈(0.3，0.5)， y∈(0.575，0.657) 时，a=2.44;
当x＜0.3， y＜0.575时，a=4.5;
因为 q=1.13，则由xq=(R+1)xF+(q-1)xD可得： R+q
xq=3.5⨯0.445+0.13⨯0.858
3.5+1.13
=0.46
已知塔顶y1=xD=0.858，按逐板计算方法可算：
精馏段：
从第一块板下降的液相组成： x1=y10.858==0.824 a-(a-1)y11.29-0.29⨯0.858
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=y20.833==0.795 a-(a-1)y21.29-0.29⨯0.833
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=y30.813==0.772 a-(a-1)y31.29-0.29⨯0.813
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=y40.796==0.752 a-(a-1)y41.29-0.29⨯0.796
从第五块板上升的汽相组成：
y5=0.714x4+0.245=0.714⨯0.752+0.245=0.782
从第五块板下降的液相组成：
x5=
同理可知： y50.782==0.736 a-(a-1)y51.29-0.29⨯0.782
y6=0.77，x6=0.721；
y7=0.759，x7=0.709；
y8=0.751，x8=0.678；
y9=0.729，x9=0.652；
y10=0.71，x10=0.631；
y11=0.695，x11=0.569；
y12=0.651，x12=0.434
因为x12
提馏段：
从第十三块板上升的汽相组成：
y13=1.25x1-0.000057=1.25⨯0.434-0.000057=0.54244
从第十三块板下降的液相组成：
x13=y130.54244==0.208514 a-(a-1)y134.5-3.5⨯0.54244
同理可知：
y14=0.260586，x14=0.072628；
y15=0.090728，x15=0.021693；
y16=0.027059，x16=0.006142；
y17=0.007621，x17=0.001704；
y18=0.002073，x18=0.000461；
y19=0.000519，x19=0.000115；
y20=0.000087，x20=0.000019
所以求得理论板数为20块，加料板载第十二块。
（4）塔板效率的计算
塔顶：xD=0.858时，tD=78.2℃ 塔釜：xW=0.00004时，tW=99.6℃ 78.2+99.6=88.9℃，由此查文献[17]所以塔顶和塔釜的算数平均温度为t=2
知，在88.9℃时，μ乙醇=0.4mPa⋅s；μ水=0.3mPa⋅s。
根据公式lgμLm=∑xilgμi可得：
μLm=10(0.445lg0.4+0.555lg0.3]
=10-(0.17711+0.29026)
=0.34
所以，由奥康奈尔关联式：ET=0.49(α μl)-0.245可得塔板效率为：
ET=0.49(α μl)-0.245=0.49⨯(2.1⨯0.34)-0.245=0.532
（5）实际板数及加料位置的确定 N=NT-120-1==35.7 ， 取整数 N=36块 ET0.532
12-1=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
加料板位置 NF=
u===2.51m/s 除沫器的直径为
D===0.399m 则选取高效丝网除沫器，高度为150mm
3.4.2 接管直径计算
（1）塔顶蒸汽出口管径
因为阀孔气速umax可以达到7.8m/s，所以取蒸汽速度uD=10m/s，则管径为
dD===0.2m 查GB8163-87，选用Ф245×10mm的热轧无缝钢管
（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
dR===0.04m 查GB8163-87可知，选用Ф45×2.5mm的热轧无缝钢管
（3）进料管径
由于用泵进料，所以选用uF=1.0m/s 又FS=FMLF22.95⨯30.463=m/s=2.4⨯10-4m3/s，则管径为：
3600ρLF3600⨯806.78
dF===0.0175m 查GB8163-87，选用Ф22×2mm的热轧无缝钢管
（4）釜液排除管径
釜液流出速度取uW=0.5m/s 又WS=WMLW11.05⨯18=m3/s=5.8⨯10-5m3/s，则管径为：
3600ρLW3600⨯952.4
dW===0.013m 查GB8163-87，选用Ф18×2.5mm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
18⨯41.653m/s=0.28m3/s，则管径为：
又 VS=3600⨯1.08
dW===0.189m 查GB8163-87，选用Ф203×6mm的热轧无缝钢管
3.4 精馏塔机械强度设计及校核
3.4.1 材料的选择
筒体与封头材料选用20R，群做材料选用Q235-A，材料的有关性能参数如下：
20R [σ]t=132MPa，[σ]=133 MPa，σS=245 MPa；
Q235-A [σ]t=113MPa，[σ]=113 MPa，δS=235 MPa；
E=1.9×105 MPa
3.42 按计算压力计算筒体和封头的厚度
筒体：
S=PCDi0.1⨯800=mm=0.35mm t2[σ]φ-PC2⨯132⨯0.85-0.1
封头采用标准椭圆封头：
S=PCDiK0.1⨯800⨯1=mm=0.35mm t2[σ]φ-0.5PC2⨯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=Sn-C=10-2=8mm。
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=10.8m
ππm1=(D02-Di2)H0ρ钢=⨯(0.822-0.82)⨯10.8⨯7.85⨯103kg=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
π2πm3=(D0-Di2)HSρ钢=⨯(0.822-0.82)⨯2⨯7.85⨯103=399.3kg 44
所以，m01=m1+m2+m3=(2156.3+146+399.3) kg =2701.6kg
3.4.3.2 塔内构件质量
由资料可查的浮阀塔盘单位质量为75kg/m2。
ππm02=DiNP⨯75=⨯0.82⨯36⨯75kg=1356.5kg 44
3.4.3.3 人孔、法兰、接管与附属物质量
ma=0.25m01=0.25×2701.6=675.4kg
3.4.3.4 保温材料质量
'为封头保温层质量，保温层材料为复合硅酸盐，厚度为100mm。 m03
m03=π22'⎡⎤(D+2δ)-DHρ+2m0S00203⎦4⎣
=0.784⨯(1.022-0.822)⨯10.8⨯300+0.398⨯300
=1055.4kg
3.4.3.5 平台、扶梯质量
m04=
=ππ122⎡⎤(D+2d+2B)-(D+2d)⨯0s0s⎦2nqP+qFHF4⎣122⎡⎤(0.82+2⨯0.1+2⨯0.9)-(0.82+0.2)⨯⎦2⨯2⨯150+40⨯13 4⎣
=1333.9kg
式中：
qP—平台单位质量，为150kg/m2；
HF—扶梯高度，为13m；
qF—笼式扶梯的单位质量，为40kg/m；
n—平台数量，2个。
3.4.3.6 操作时塔内物料质量
ππ
m04=DihLρL+Dih0ρL+rfρL
44
hL=0.05m，ρL=vf=0.199 m3；
所以，
'
ρL+ρL
2
=
779.94+879.59
=829.77kg/m3，塔釜深度h0=1m，
2
m04=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=1332.4kg
3.4.3.7 充水质量
m05=
π
4
=(0.785⨯0.82⨯10.8⨯1000+2⨯0.199⨯1000)kg =5823.9kg
Di2H0ρw+2vfρw
3.4.3.8 全塔操作质量、全塔最小质量及最大质量
全塔操作质量：
m0=m01+m02+m03+m04+m05+ma
=(2701.6+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 =12271.3kg
3.4.4 塔的自阵周期计算
塔自振周期：
T1=90.33
10-3 T1=90.33⨯10-3=0.5s
3.5 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：25℃，出口温度:40℃ 料液入口温度：100℃，出口温度：30℃ 定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值，故壳程混合气体定性温度为： T=100+30/2℃=65℃
管成流体的定性温度为： t=40+25/2=32.5℃
混合液体在65℃下的物性参数如下（近似按水的计算）：
密度ρ1 ρ1 =980.5kg/m3 定压比热容CP1 CP1=4.178kJ/kg·K 热导率λ1 λ1=0.663W/m·K 粘度μ1 μ1=0.438×103uPa·s
密度ρi ρi=994.8kg/m3 定压比热容CPi CPi=4.174kJ/kg·K 热导率λi λi=0.621W/m·K 粘度μi μi=0.764×103Pa·s
根据公式Q=m1cp1Δt1可计算出需要的热量Q，则：
Q=700×4.178×(100-70)=204722kJ/h=56.9Kw 平均传热温度∆tm=
∆t1-∆t2(100-40)-(30-25)
==22.2K 1lnln
5∆t2
由于壳程气体的压力较高，一般选用较大的K值，查资料可假设
K=313W/m2·K，
故，AP=Q1/KΔtm=56900/313×22.2=8.2m2，所以传热面积为8.2m2。
56.9⨯103
所以冷却水用量m==3600kg/h
4.174⨯103⨯(40-25)
故换热器结构尺寸选择如下： ①管径和管内流速
选取Φ19mm×2.5mm较高级冷拔软热管（碳钢），取管内流速为1m/s ②管程数和传热管数
V
可根据下式计算：nS=
diu4
其中：nS—单程管子数
V—管程流体的体积流量，m3/s di—传热管内径，mm n—管内流体流速，m/s
1
所以可得到：nS==7根
⨯0.0142⨯14
按单程计算，所需要的传热管长度为：L=
AP8.2
==19.6m πd0nS3.14⨯0.019⨯7
按计算结果可知，单程时传热管过长，宜采用多管程进行操作，则根据其换热面积可选择换热器型号为尺寸如下表4.18：(U形管式换热器)
表4.18 U形管式换热器主要尺寸表
换热
公称直管尺寸中心排管程流通面换热器管排列方
管程数/N 面积径/m /mm 管数 积/m2 长度L/m 法
/m2
正方形旋
0.325 4 25×2.5 5 0.0019 6 11.2
转45º排列
3.5.2 过滤机的选择
按照本设计的任务量，查阅资料可选择三足式离心机为过滤设备，其应用最广泛，适应性强的设备，可用于分离固体10μm至数毫米粒径的颗粒，以及纤维状或块状的物料，悬浮液的含固体量在5%~60%内都能很好的工作。
三足式离心机对物料浓度的变化，物料过滤性能的变化适应性好，而且滤饼易于洗涤，洗涤时间和洗涤水用量可随意调整，三足式离心机的分离因数为500~1000，转鼓直径为300~2000mm。
1）提取后离心机选择
任务量：Q=2000/8=250kg/h
所以，根据其任务量查文献[16]可知，选择离心过滤机型号为：SS-200-N，主要性能参数如下表4.19：
表4.19离心过滤机主要尺寸表
转鼓内径×高
名称 转速/r·im-1 装机产量/kg 有效容积/L
度/mm
三足式上部卸
1200×450 900 300 250
料离心机
配套电机功率外形尺寸（长×
最大分离因数 机器质量/kg 制造厂
/kw 宽×高）/mm
2315×1720×18湘潭市离心机
545 15 2300
05 厂
2）醇析后离心机选择
其任务量和提取后的任务量基本相同，则离心机型号为：SS-200-N，主要
性能参数如下表4.20：表4.20离心过滤机主要尺寸表
转鼓内径×高
名称 转速/r·im-1 装机产量/kg 有效容积/L
度/mm
三足式上部卸
1200×450 900 300 250
最大分离因数 机器质量/kg 制造厂
/kw 宽×高）/mm
2315×1720×18湘潭市离心机
545 15 2300
05 厂
3.5.3 泵的选择
泵选择：
中间给料泵的特点： （1） 流量稳定； （2） 一般扬程高；
（3） 有些原料黏度较大或含固体颗粒；
（4） 泵入口温度一般为常温，但某些中间给料泵的入口温度也可以大于100℃；
（5） 工作时不能停车。 选型要求：
（1） 一般选用离心泵；
（2） 扬程很高时，壳考虑用容积式泵或高速泵； （3） 泵的备用率为100%。 扬程计算：
Pv2Pv2
H=(++z)d-(++z)s
ρg2gρg2g
其中，P=0.1MPa，接管直径：Ф190mm×5mm 0.250.25v===8.82m/s
20.785⨯0.192
d4
Z=3.85m
Pv21008.822
所以，H=(++z)d=(++3.85)m=7.83m
ρg2g1000⨯9.82⨯9.8
根据流量和扬程选择离心泵型号为：IS50-32-160，其主要参数如下表4.21；
表4.21离心泵主要参数表
转速 流量m/s 扬程m 效率 1450 6.3 8 4.8 电机功率 轴功率 必须气蚀余量质量（泵/底座）
r/m kg
0.55 0.29 2.0 50 /38
其他泵选型方法相同，选型结果如下： 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-160 泵: IS50-50-125 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-160 泵: IS50-32-160 泵: IS50-32-125
精馏塔回流泵：IS50-32-125 塔底泵：: IS50-32-125
符号说明
500吨/年产香菇多糖提取
综合车间设计
一、设计任务和内容
1.1 设计题目
年产5吨香菇多糖的工艺设计
1.2 设计原始数据
（1）厂址及气象资料
①厂区位置： 河南郑州高新区
②地势： 厂区地势平整
③气温： 最高温度40℃
最低温度 -10℃
平均温度 15℃
（2）原料： 香菇
（3）产品： 香菇多糖
（4）产量： 500吨/年
（5）工作制度： 三班制 年工作日300天
（6）乙醇回收车间有关数据
① 发酵液酒精浓度： 70％（v）
② 精馏塔操作压强： 0.02MPa
③ 精馏塔进料温度： 30℃
④ 精馏塔塔顶温度： 78.5℃
⑤ 精馏塔塔釜温度： 99.6℃
⑥ 精馏塔进料浓度： 32％（V）
⑦ 精馏塔塔釜产品浓度：
二、设计说明
2.1 全厂总平面布置
全厂总平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计合理与否，直接影响新建厂能否节约而有效的的顺利进行，影响到新建厂后的生产、管理、成本、能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的发展。总平面设计的基本原则为；
（1） 建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生产作业线；
（2） 原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程疏通，避免交叉和
往返；
（3） 厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运路线和人员
路线不交叉；
（4） 适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但必须符合防火和卫生技术
条件的要求；
（5） 在保证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽量紧凑，根
据生产的特点和设计拟建的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环境美化。
2.1.1 原料厂及堆场
本厂的主要原料是香菇，香菇受潮容易腐烂发霉，所以要防止雨淋。同时应保证良好的通风条件。应设计在工厂主干道旁并且靠近粉碎车间，以便减少运输。
2.1.2 生产区
生产区是工厂的主要组成部分，占地面积很多。生产区的布置在工厂的中心地带，与大门直接相对，使工人上下班和运输都比教方便。
建筑物的相对位应符合生产流程的要求，同一生产系统多生产线路尽可能成链状列。建筑物之间的距离，在满足防火要求的前提下尽量缩小，以减少建筑面积。提高建筑系数和场地利用系数。
厂房的方向、位置和间距应符合采光通风的要求。从方向来说，按生产流程方向自东向西；就位置而言，苛重和震动大的车间，如锅炉房等，力求设置在地址较好的地段上。为了获得较好的自然采光以及厂房的防震效果，大部分采用工字形、L形、11形厂房，外形简单整齐。为了获得良好的通风条件，厂房与主导风向仍成45度角。
辅助附属车间及其它服务环节的位置位于其服务范围的中心或靠近主要服务对象。如原料场靠近车间，废渣回收靠近运输路线。生产性质相同的车间或辅助环节，做到尽量联合布置，在大厂房中，这样可以缩短距离，提高场地的利用率和办事效率。而各种不易受气候影响的设备如塔等，均采用露天布置，这样可以节省投资。
合理的进行厂内道路布置，对提高运输效率，保证运输安全等均有重要意义。道路的宽度主要取决车辆通行量、行使车辆的型号和工厂的规模。拟建厂设计道路宽度为9米，道路的交叉口为圆形。
工厂绿化可分为生产区绿化、厂前区的绿化、生产区与生活区之间隔离地带的绿化。生产区的绿化能减弱生产中散发出来的有毒气体和噪音对人体的影响。同时能净化空气，吸收生产过程中散发出来的烟尘，有助于改善厂区的气候，而且能减少夏季阳光的辐射，在冬季能防风，有利于保温。
2.1.3 厂前区
厂前区的建筑包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等。其中行政楼位于主干道前，靠近工厂边缘。研发楼、医务室位于主楼后边，周围设绿化带。
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，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精馏对其提取，并再次用于香菇多糖的提取中。提取香菇多糖后的残渣，可以对这些残渣进行发酵生产香菇醋，以获得更好的经济利益。因此，本生产工艺无“三废”排放，可实现清洁生产。
2.3 车间布置说明
本厂采用水提醇沉法制取香菇多糖，并将所用的乙醇进行回收再利用处理。根据实际情况，设计包括以下几个过程：粉碎过程，提取过程，分离过程，发酵过程，精馏过程以及其它辅助过程等。本设计任务重点是酒精精馏过程。因此，下面主要介绍一下精馏塔布置情况。
由于精馏过程的主要设备是精馏塔，精馏塔属于露天式。车间为两层楼结构，长为20m，宽为6 m，高为14.1 m，一层高为7 m，二层高为7.1 m。精馏过程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、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℃，料液比为1:20,所以可知加水量为 m水=20×10000=200000kg
因为提取中主要含有水，则溶液密度可按水密度来计算；则
V= m水/1000=200m3
取V实际=1.5 V，则V实际=300 m3
热量衡算：
由于为间歇式操作，里面保持90℃恒温提起，其中需要的热量为可用下式计算：
Q=CmΔT
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=4.2 kJ/mol·K；
故，Q=CmΔT=4.2×(2000+100)×(90-25)=57330000 kJ
总传热系数由经验可知：K=2000W/m·℃ 所以可的加热面积为：A=Q573300==4.4m2 K(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
公称体积 实际体积 加热面积 加料口直径 外形尺寸
2m3m4.5m400mm 1300×3850
搅拌速率 排出口直径 质量 配套电机
60r/min 800mm 2050kg 4kw
3.1.2 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：
①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
Fx0=（F-W）x
F(x-x0)x=F(1-0) 所以W=xx
F—溶液加料量，kg/h
W—水分蒸发量，kg/h
x0，x—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
②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，还要供给溶液加热至沸点及损失于外界热量，所以蒸发量由以上三者之和决定，可以通过热量衡算求得；
DI+FCt0=Wi+(FC-WC)t1+DCӨ+q′
D(I-CӨ)=W(i- Ct1)+ FC(t1- t0)+q′
由上式可以计算计算热蒸汽的消耗量：
D=[ W(i- Ct1)+ FC(t1- t0)+q’]/ (I-CӨ)
假设加热蒸汽和二次蒸汽都在冷凝温度时排出，则(I-CӨ)与(i- Ct1)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(t1- t0)+q′]/R
式中：C—溶液的比热容，kJ/mol·k
D—加热蒸汽的消耗量，kJ/h
I—加热蒸汽的热含量，kJ/mol
i—二次蒸汽的热含量，kJ/mol
R—加热蒸汽的蒸发潜热，kJ/mol
r—二次蒸发的蒸发潜热，kJ/mol
Ө—冷凝水的温度，K
t0，t—溶液最初温度与最终温度（沸点），K
q′—损失于外界的热
由于多糖含量为0.35%
则，C=4.2×(1-0.35%)=4.18kJ/kg·K。
料液温度为30℃，出口为100℃，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=15700×2230=9775.8KW
所以传热面积：A=Q/KT
已知K=1704W/m2·K
则传热面积A=97758/1704×70=1.6m2
③蒸发器的主要尺寸
加热室主要尺寸：选用Ф15mm×3mm，长为1m的不锈钢管作为加热管，则管数为：
n=A1.6=≈34根; πd0l3.14⨯0.015
为了安全，取n=34×1.1=38根。
加热管按正三角形排列，则管束中心线上的管子数约为：
nC=1.1n1/2=1.1×381/2=7根
取管心距S为50mm，取管束中心线上最外层的中心至壳体内部的距离b′为1.5d0，则极热室直径为：
di=S(nc-1)+2b′=50×(7-1)+2×(1.5×15)=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π循环管总面积为：f=0.8nd02=0.8⨯38⨯0.785⨯(15-3)2=0.0035m2 4
所以循环管直径为：
d=
==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ρ为0.131kg/m3，则二次蒸汽的体积流量为：
VS=W130==0.4m3/s 3600ρ3600⨯0.131
取允许蒸发体积强度为VS,y=1m3/m3·s，则：
DZ===0.731m，取DZ=800mm 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
加热管 加热室 分离室 循环管
规格 长度/m 根数 直径长度/m 直径高度/m 直径
/mm /mm /mm
Ф15mm×3m1 38 400 约1 800 1 70
醇析过程主要是将水提后的多糖溶液进一步进行醇析提取，已得到纯度较高的多糖。醇析过程主要在常温下进行操作，因为乙醇容易挥发，温度过高会使乙醇大量挥发而产生浪费，并且高温操作也会带来危险。
（1）醇析罐体积计算
物料衡算：
由于整个过程为间歇操作，按照任务量可知每次进料为2000kg，含糖量为0.35%，经过蒸发器蒸发浓缩后浓度达0.1%，可计算出每次投入醇析罐的量为：
2000×0.35%=1%m
则，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%V V≈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)。
11所以，V=πD2H=π⨯1.1D3 44
D=1.5=1.65m =，H=1.1D=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℃；
厚度20mm
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：
m=7×10kg=70kg
V1=m/ρ=70/1000=0.07m3
所以V=2 V1=2×0.07=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)。 11所以，V=πD2H=π⨯1.1D3 44
D==，圆整后取D=450mm， H=1.1D=1.1×450mm=495mm
（2）脱蛋白罐材料选择
设计选用三个提取罐，取其壁厚为10mm，材料为20R（GB6654）；
许用温度为>-20℃；
厚度10mm
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=20℃，相对湿度为80%，加热蒸汽的压力为0.8MPa，进风温度t1=160℃，排风温度t2=80℃，产品的含水量为2%。
（1）水分蒸发量
W=G1W1-W285.7-2=8.75⨯=7.5kg/h 100-W2100-2
（2)多糖产量
G2=G1100-W1100-85.7=8.75⨯=1.28kg/h 100-W2100-2
（3）进风量
根据t0=20℃，相对湿度为80%，在I—H图上查得
x0=0.0118kg水蒸气/kg干空气
I0=49.24kJ/kg干空气
当t1=160℃，t2=80℃时，在I—H图上查得
I1=I2=192.59 kJ/kg干空气
x=0.0425kg水蒸气/kg干空气
所以，L=W7.5==244.3kg干空气/h x2-x00.0425-0.0118
根据计算求得空气在20℃时比容γ0=0.87m3/kg干空气
所以进风量为：V0=Lν0=244.3×0.87=212.54m3/h
（4）排风量
根据计算，80℃时，尾气排出时的含湿空气比容γ2=1.09m3/kg干空气 所以排风量为：V2=Lν2=244.3×1.09=266.3m3/h
（5）总热耗
理论热耗： Qt=I(I2-I0)=212.54×(192.59-49.24)=30467.6kJ/h
因为在运行中有设备的热量损耗，这里设定热量损耗为8%，则
QP=Qt
ηn=30467.6=33117kJ/h 0.92
（6）空气加热管面积
查饱和水蒸汽性质表得，当表压为0.8Mpa时，饱和蒸汽温度为T=174.5℃，饱和蒸汽的比热焓为：I=2778kJ/kg，冷凝水比热焓i=734.1 kJ/kg。 ∆tm=(T-t0)-(T-t1)(174.5-20)-(174.5-160)==59.20CT-t0174.5-20lnln 174.5-160T-t1对数平均温度为：
则，极热面积A=QP33117==6.7m2 K∆tm84⨯59.2
（7）蒸汽消耗量
QP33117==16.1kg蒸汽/h I-i2778-734.1
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4.3： 表4.3 喷雾干燥器主要参数表
型号 水分蒸发量/kg 所需功率/kw
PD-2 14 35
3.1.6 储罐的选择
① 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：
V=3×3=9m3；
填充系数：0.85
罐实际容积：V实=10m3
查文献[16],可选储罐型号为：HG5-1574-85
计算容积为10m3，储罐内径为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（GB66547） V=
储罐的液位计选择：
钢与玻璃烧结液位计（HG21606—1993）
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：0~180℃
设计压力：-0.1~2.5MPa
其储罐主要参数见下表4.4（a）
表4.4（a）提取后原料储罐主要参数表
公称容积公称直径拱顶高度拱顶厚度总高度管壁高度/m3 /mm /mm /mm /mm /mm
10 2000 8 5.5 3445 3185
②储罐（Ⅱ）的用途是存储乙醇
本储罐标准系列的设计压力为常压，设计温度为0℃≤t≤200℃，公称容积Vg为0.1~8m3。
所以根据乙醇储罐的大小可选择储罐型号为：HG5-1573-85-19，其主要参数如下表4.4：
表4.4（b） 乙醇储罐主要参表
公称容积全容积公称直径厚度高度允许腐蚀裕储罐质量/m3 /m3 /mm /mm /mm 度/mm /kg 6 6.28 2000 8 2000 2.5 1160
4.2 主要设备工艺计算及选型
4.2.1 精馏过程原理和条件
精馏是多级分离过程，即多次而且同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，可以对精馏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分而使产品量极少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。
如下图4.2所示为一精馏塔。下面由加热釜(再沸器)供热，使釜中残液部分汽化后蒸汽逐板上升，塔中各板上液体处于沸腾状态。顶部冷凝得到的馏出液部分作回流入塔，从塔顶引人后逐板下流，使各板上保持一定液层。上升蒸汽和下
降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经
各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度由下 向上逐渐降低。
图4.2 精馏塔中物料流动示意图
精馏操作分析可知，为实现精馏分离操作，除了具有足够层数塔板的精馏塔以外，还必须从塔顶引人下降液流(即回流液)和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液两相体系。因此，塔底上升蒸汽流和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。
3.2.2 精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)，液两相之间的传质，而作为气(汽)，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：
(1) 气(汽)，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。
(2) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动
力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。
(5) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。
(6) 塔内的滞留量要小。
3.2.3 塔设备的类型
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，穿流多孔板塔，舌形塔，浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
工业上最早使用的是泡罩塔(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：
① 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。
② 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。
③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：
① 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。
② 操作弹性较小(约2～3)。
③ 小孔筛板容易堵塞。
（2）浮阀塔
在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，
在塔板开孔上有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率，压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达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：
① 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40%，而接近于筛板塔。 ② 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板，泡罩，舌形塔板的操作弹性要大得多。
③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
⑤ 液面梯度小。
⑥ 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
⑦ 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80%，为筛板塔的120～130%。
根据工艺要求，本设计中选用浮阀塔。
3.3 精馏塔工艺设计计算
3.3.1 精馏塔的物料衡算
根据任务可知，年产酒精是1800吨，按每年150天计算，则平均产量为
1.8⨯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ρ=0.879g/ml；
乙醇含量95％时，密度ρ=0.804g/ml。
67.2/46=0.44567.2/46+32.8/18所以 93.9/46xD==0.85893.9/46+6.1/18xF=
MF=(0.445⨯46+0.555⨯18)g/mol=30.46g/mol
MD=(0.858⨯46+0.142⨯18)g/mol=42.02g/mol
D=500kmol/h=11.9kmol/h40.02
0.01/46=0.00004 0.01/46+99.99/18釜液出料浓度控制在0.01％以内，所以xW=
全塔物料衡算：
F=D+W
FxF=DxD+WxW
又因为 DFW== xF-xWxD-xWxD-xF
所以解得 F=22.95kmol/h W=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—水溶液的泡点为80.05℃，在品均温度为（80.05+30）/2=55.03℃下，查文献[17]附录查的乙醇与水的相关物性参数为：
乙醇的比热容 2.994kJ/kg﹒K
乙醇的汽化潜热 864kJ/kg
水的比热容 4.18 kJ/kg﹒K
水的汽化潜热 2258kJ/kg
换算成摩尔单位：
乙醇的摩尔比热容 CmA=137.73 kJ/kmol﹒K
乙醇的摩尔汽化潜热 rA=38916 kJ/kmol
水的摩尔热熔 CmB=75.26 kJ/kmol﹒K
水的摩尔汽化潜热 rB=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-xA)
=137.73⨯0.445+75.26⨯0.555=103.06kJ/kmol K
加料液的平均汽化潜热：
r=rAxA+rB(1-xA)
=38916⨯0.445+40644⨯0.555=39875.04kJ/kmol
所以可得：
q=1+Cmp
r
103.06=1+⨯(80.05-30) 39875.04
=1.13(T-t)
3.3.2 理论塔板数的计算
（1）作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
t
/
图4.3 常压下乙醇－水溶液的t-x-y图
图4.4 常压下乙醇－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－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Rmin=0.66, Rmin＝1.9 ， Rmin+1
则由经验数据取得 R=2.5∈（1.1～2.0）Rmin，则R=2.5。
则精馏段操作线方程为：
yn+1=xLDRxn+xD=xn+D
VVR+1R+1
2.50.858=xn+ 2.5+12.5+1
=0.714xn+0.245
提馏段液相流量： L′=L+qF=29.75+1.13×22.95=55.68kmol/h 提馏段汽相流量： V′= L′-W=55.68-11.05=44.63 kmol/h
则提馏段操作线方程为：
yn+1=Dx-FxFL'xn+D
V'V'
55.6811.9⨯0.858-22.95⨯0.445=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=axy可知，x= 1+(a-1)xa-(a-1)y
根据乙醇—水体系的相平衡数据可计算出相对挥发度，结果如下： 当x＞0.7，y＞0.755时，a=1.29;
当x∈(0.6，0.7)， y∈(0.698，0.755) 时，a=1.43;
当x∈(0.5，0.6)， y∈(0.657，0.698) 时，a=1.72;
当x∈(0.3，0.5)， y∈(0.575，0.657) 时，a=2.44;
当x＜0.3， y＜0.575时，a=4.5;
因为 q=1.13，则由xq=(R+1)xF+(q-1)xD可得： R+q
xq=3.5⨯0.445+0.13⨯0.858
3.5+1.13
=0.46
已知塔顶y1=xD=0.858，按逐板计算方法可算：
精馏段：
从第一块板下降的液相组成： x1=y10.858==0.824 a-(a-1)y11.29-0.29⨯0.858
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=y20.833==0.795 a-(a-1)y21.29-0.29⨯0.833
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=y30.813==0.772 a-(a-1)y31.29-0.29⨯0.813
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=y40.796==0.752 a-(a-1)y41.29-0.29⨯0.796
从第五块板上升的汽相组成：
y5=0.714x4+0.245=0.714⨯0.752+0.245=0.782
从第五块板下降的液相组成：
x5=
同理可知： y50.782==0.736 a-(a-1)y51.29-0.29⨯0.782
y6=0.77，x6=0.721；
y7=0.759，x7=0.709；
y8=0.751，x8=0.678；
y9=0.729，x9=0.652；
y10=0.71，x10=0.631；
y11=0.695，x11=0.569；
y12=0.651，x12=0.434
因为x12
提馏段：
从第十三块板上升的汽相组成：
y13=1.25x1-0.000057=1.25⨯0.434-0.000057=0.54244
从第十三块板下降的液相组成：
x13=y130.54244==0.208514 a-(a-1)y134.5-3.5⨯0.54244
同理可知：
y14=0.260586，x14=0.072628；
y15=0.090728，x15=0.021693；
y16=0.027059，x16=0.006142；
y17=0.007621，x17=0.001704；
y18=0.002073，x18=0.000461；
y19=0.000519，x19=0.000115；
y20=0.000087，x20=0.000019
所以求得理论板数为20块，加料板载第十二块。
（4）塔板效率的计算
塔顶：xD=0.858时，tD=78.2℃ 塔釜：xW=0.00004时，tW=99.6℃ 78.2+99.6=88.9℃，由此查文献[17]所以塔顶和塔釜的算数平均温度为t=2
知，在88.9℃时，μ乙醇=0.4mPa⋅s；μ水=0.3mPa⋅s。
根据公式lgμLm=∑xilgμi可得：
μLm=10(0.445lg0.4+0.555lg0.3]
=10-(0.17711+0.29026)
=0.34
所以，由奥康奈尔关联式：ET=0.49(α μl)-0.245可得塔板效率为：
ET=0.49(α μl)-0.245=0.49⨯(2.1⨯0.34)-0.245=0.532
（5）实际板数及加料位置的确定 N=NT-120-1==35.7 ， 取整数 N=36块 ET0.532
12-1=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
加料板位置 NF=
u===2.51m/s 除沫器的直径为
D===0.399m 则选取高效丝网除沫器，高度为150mm
3.4.2 接管直径计算
（1）塔顶蒸汽出口管径
因为阀孔气速umax可以达到7.8m/s，所以取蒸汽速度uD=10m/s，则管径为
dD===0.2m 查GB8163-87，选用Ф245×10mm的热轧无缝钢管
（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
dR===0.04m 查GB8163-87可知，选用Ф45×2.5mm的热轧无缝钢管
（3）进料管径
由于用泵进料，所以选用uF=1.0m/s 又FS=FMLF22.95⨯30.463=m/s=2.4⨯10-4m3/s，则管径为：
3600ρLF3600⨯806.78
dF===0.0175m 查GB8163-87，选用Ф22×2mm的热轧无缝钢管
（4）釜液排除管径
釜液流出速度取uW=0.5m/s 又WS=WMLW11.05⨯18=m3/s=5.8⨯10-5m3/s，则管径为：
3600ρLW3600⨯952.4
dW===0.013m 查GB8163-87，选用Ф18×2.5mm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
18⨯41.653m/s=0.28m3/s，则管径为：
又 VS=3600⨯1.08
dW===0.189m 查GB8163-87，选用Ф203×6mm的热轧无缝钢管
3.4 精馏塔机械强度设计及校核
3.4.1 材料的选择
筒体与封头材料选用20R，群做材料选用Q235-A，材料的有关性能参数如下：
20R [σ]t=132MPa，[σ]=133 MPa，σS=245 MPa；
Q235-A [σ]t=113MPa，[σ]=113 MPa，δS=235 MPa；
E=1.9×105 MPa
3.42 按计算压力计算筒体和封头的厚度
筒体：
S=PCDi0.1⨯800=mm=0.35mm t2[σ]φ-PC2⨯132⨯0.85-0.1
封头采用标准椭圆封头：
S=PCDiK0.1⨯800⨯1=mm=0.35mm t2[σ]φ-0.5PC2⨯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=Sn-C=10-2=8mm。
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=10.8m
ππm1=(D02-Di2)H0ρ钢=⨯(0.822-0.82)⨯10.8⨯7.85⨯103kg=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
π2πm3=(D0-Di2)HSρ钢=⨯(0.822-0.82)⨯2⨯7.85⨯103=399.3kg 44
所以，m01=m1+m2+m3=(2156.3+146+399.3) kg =2701.6kg
3.4.3.2 塔内构件质量
由资料可查的浮阀塔盘单位质量为75kg/m2。
ππm02=DiNP⨯75=⨯0.82⨯36⨯75kg=1356.5kg 44
3.4.3.3 人孔、法兰、接管与附属物质量
ma=0.25m01=0.25×2701.6=675.4kg
3.4.3.4 保温材料质量
'为封头保温层质量，保温层材料为复合硅酸盐，厚度为100mm。 m03
m03=π22'⎡⎤(D+2δ)-DHρ+2m0S00203⎦4⎣
=0.784⨯(1.022-0.822)⨯10.8⨯300+0.398⨯300
=1055.4kg
3.4.3.5 平台、扶梯质量
m04=
=ππ122⎡⎤(D+2d+2B)-(D+2d)⨯0s0s⎦2nqP+qFHF4⎣122⎡⎤(0.82+2⨯0.1+2⨯0.9)-(0.82+0.2)⨯⎦2⨯2⨯150+40⨯13 4⎣
=1333.9kg
式中：
qP—平台单位质量，为150kg/m2；
HF—扶梯高度，为13m；
qF—笼式扶梯的单位质量，为40kg/m；
n—平台数量，2个。
3.4.3.6 操作时塔内物料质量
ππ
m04=DihLρL+Dih0ρL+rfρL
44
hL=0.05m，ρL=vf=0.199 m3；
所以，
'
ρL+ρL
2
=
779.94+879.59
=829.77kg/m3，塔釜深度h0=1m，
2
m04=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=1332.4kg
3.4.3.7 充水质量
m05=
π
4
=(0.785⨯0.82⨯10.8⨯1000+2⨯0.199⨯1000)kg =5823.9kg
Di2H0ρw+2vfρw
3.4.3.8 全塔操作质量、全塔最小质量及最大质量
全塔操作质量：
m0=m01+m02+m03+m04+m05+ma
=(2701.6+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 =12271.3kg
3.4.4 塔的自阵周期计算
塔自振周期：
T1=90.33
10-3 T1=90.33⨯10-3=0.5s
3.5 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：25℃，出口温度:40℃ 料液入口温度：100℃，出口温度：30℃ 定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值，故壳程混合气体定性温度为： T=100+30/2℃=65℃
管成流体的定性温度为： t=40+25/2=32.5℃
混合液体在65℃下的物性参数如下（近似按水的计算）：
密度ρ1 ρ1 =980.5kg/m3 定压比热容CP1 CP1=4.178kJ/kg·K 热导率λ1 λ1=0.663W/m·K 粘度μ1 μ1=0.438×103uPa·s
密度ρi ρi=994.8kg/m3 定压比热容CPi CPi=4.174kJ/kg·K 热导率λi λi=0.621W/m·K 粘度μi μi=0.764×103Pa·s
根据公式Q=m1cp1Δt1可计算出需要的热量Q，则：
Q=700×4.178×(100-70)=204722kJ/h=56.9Kw 平均传热温度∆tm=
∆t1-∆t2(100-40)-(30-25)
==22.2K 1lnln
5∆t2
由于壳程气体的压力较高，一般选用较大的K值，查资料可假设
K=313W/m2·K，
故，AP=Q1/KΔtm=56900/313×22.2=8.2m2，所以传热面积为8.2m2。
56.9⨯103
所以冷却水用量m==3600kg/h
4.174⨯103⨯(40-25)
故换热器结构尺寸选择如下： ①管径和管内流速
选取Φ19mm×2.5mm较高级冷拔软热管（碳钢），取管内流速为1m/s ②管程数和传热管数
V
可根据下式计算：nS=
diu4
其中：nS—单程管子数
V—管程流体的体积流量，m3/s di—传热管内径，mm n—管内流体流速，m/s
1
所以可得到：nS==7根
⨯0.0142⨯14
按单程计算，所需要的传热管长度为：L=
AP8.2
==19.6m πd0nS3.14⨯0.019⨯7
按计算结果可知，单程时传热管过长，宜采用多管程进行操作，则根据其换热面积可选择换热器型号为尺寸如下表4.18：(U形管式换热器)
表4.18 U形管式换热器主要尺寸表
换热
公称直管尺寸中心排管程流通面换热器管排列方
管程数/N 面积径/m /mm 管数 积/m2 长度L/m 法
/m2
正方形旋
0.325 4 25×2.5 5 0.0019 6 11.2
转45º排列
3.5.2 过滤机的选择
按照本设计的任务量，查阅资料可选择三足式离心机为过滤设备，其应用最广泛，适应性强的设备，可用于分离固体10μm至数毫米粒径的颗粒，以及纤维状或块状的物料，悬浮液的含固体量在5%~60%内都能很好的工作。
三足式离心机对物料浓度的变化，物料过滤性能的变化适应性好，而且滤饼易于洗涤，洗涤时间和洗涤水用量可随意调整，三足式离心机的分离因数为500~1000，转鼓直径为300~2000mm。
1）提取后离心机选择
任务量：Q=2000/8=250kg/h
所以，根据其任务量查文献[16]可知，选择离心过滤机型号为：SS-200-N，主要性能参数如下表4.19：
表4.19离心过滤机主要尺寸表
转鼓内径×高
名称 转速/r·im-1 装机产量/kg 有效容积/L
度/mm
三足式上部卸
1200×450 900 300 250
料离心机
配套电机功率外形尺寸（长×
最大分离因数 机器质量/kg 制造厂
/kw 宽×高）/mm
2315×1720×18湘潭市离心机
545 15 2300
05 厂
2）醇析后离心机选择
其任务量和提取后的任务量基本相同，则离心机型号为：SS-200-N，主要
性能参数如下表4.20：表4.20离心过滤机主要尺寸表
转鼓内径×高
名称 转速/r·im-1 装机产量/kg 有效容积/L
度/mm
三足式上部卸
1200×450 900 300 250
最大分离因数 机器质量/kg 制造厂
/kw 宽×高）/mm
2315×1720×18湘潭市离心机
545 15 2300
05 厂
3.5.3 泵的选择
泵选择：
中间给料泵的特点： （1） 流量稳定； （2） 一般扬程高；
（3） 有些原料黏度较大或含固体颗粒；
（4） 泵入口温度一般为常温，但某些中间给料泵的入口温度也可以大于100℃；
（5） 工作时不能停车。 选型要求：
（1） 一般选用离心泵；
（2） 扬程很高时，壳考虑用容积式泵或高速泵； （3） 泵的备用率为100%。 扬程计算：
Pv2Pv2
H=(++z)d-(++z)s
ρg2gρg2g
其中，P=0.1MPa，接管直径：Ф190mm×5mm 0.250.25v===8.82m/s
20.785⨯0.192
d4
Z=3.85m
Pv21008.822
所以，H=(++z)d=(++3.85)m=7.83m
ρg2g1000⨯9.82⨯9.8
根据流量和扬程选择离心泵型号为：IS50-32-160，其主要参数如下表4.21；
表4.21离心泵主要参数表
转速 流量m/s 扬程m 效率 1450 6.3 8 4.8 电机功率 轴功率 必须气蚀余量质量（泵/底座）
r/m kg
0.55 0.29 2.0 50 /38
其他泵选型方法相同，选型结果如下： 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-160 泵: IS50-50-125 泵: IS50-32-125 泵: IS50-32-160 泵: IS50-32-160 泵: IS50-32-125
精馏塔回流泵：IS50-32-125 塔底泵：: IS50-32-125
符号说明