地沟油加氢催化裂解法生产生物柴油工厂设计.doc讲课教案.doc

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地沟油加氢催化裂解法生产生物柴油工厂设计

目 录
前言
设计任务书
1项目可行性研究·················································4
11项目简介·····················································4
12产品的用途和市场前景研究分析·································5
13工艺方案选择及论证···········································6
14主要技术经济指标分析·········································8
2工艺流程设计及化工计算·········································10
21绘制带控制点工艺流程图·······································10
22编制物料平衡计算书···········································10
23编制热量平衡计算书···········································12
3设备选型及典型设备设计·········································16
31精馏塔工艺设计计算说明书·····································16
32换热器工艺设计计算说明书·····································30
33设备一览表···················································37
4车间设备布置图·················································38
41设计原理·····················································38
42设备布置图内容···············································38
43绘图方法与步骤···············································39
44设备布置图的标注·············································39
5工厂总平面布置设计··············································41
51总平面设计的原则··············································41
52设计思路说明··················································41
参考文献
附图及心得
前言
随着社会的发展和进步物质能源的消耗愈来愈多渐渐处于供不应求的状况这就需要我们创造更多的资源和可能如能实现原料-废料-原料的最大限度循环利用如此就能节省大量的原料资源又可以减轻废弃物对环境的污染特别是在交通工具发达的现在单单紧靠不可再生的石油来维持是远远不够的所以急切需要生物质能源来制造生物柴油汽油等而能够利用各种废弃油脂尤其是大量废弃食用油废弃油脂是近期可依赖的重要资源依据我国人民的饮食习惯每年需要大量的食用油我国目前食用油消费量约为2500万吨／年 包括动物油脂 并且每年还在不断增加估计每年废弃食用油的数量大约在375625万吨
因此利用可用资源废油脂设计生产工艺我们运用《化工厂设计》这门知识能较好地完成任务课程设计是本课程教学中综合性和实践性很强的环节是理论联系实际的桥梁通过课程设计要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识进行融会贯通独立思考在规定的时间内完成指定的化工单元操作的设计任务从而得到化工工程设计的初步训练通过课程设计要求学生了解工程设计的基本内容掌握化工设计的程序和方法培养学生分析和决工程实际问题的能力
此次设计主要完成设计方案的设计工艺流程的选择物料和热量衡算生产车间各设备的工艺计算各设备和换热器的主要尺寸的计算辅助设备的设计绘制工艺流程图固定床反应器高低压分离器精馏塔等主要设备的设计研究生物柴油生产的开车停车生产等操作
设计任务书
一设计项目地沟油加氢催化裂解法生产生物柴油工厂设计
二设计条件
1原料规格
原料为选定城市生产的废油脂先期采用过滤漂白和脱臭等处理措施含水量低于3氧化值低于5酸值为88mgKOHg日处理量350吨产率约90
废油的组成
成分 棕榈酸 硬脂酸 油酸 亚油酸 亚麻酸 其他 质量分数 1614 755 3519 3204 342 566 2产品组成
组成 含量 汽油
燃料气含CO2 25 富气 5 粗汽油 20 柴油 轻柴油 25 重柴油 15 未转化油 油浆 5 焦炭 5 3排污要求
含固体有机废渣送至总厂锅炉房焚烧处理工艺废水含有机物总量 0002用专用管路送至污水处理车间
4公用工程
供电供水供惰性气机修等公用工程由统一安排配套提供
5厂址地形条件
一侧靠河另一侧靠国道公路的狭长平地宽度80cm等全年主风向为东南风
1 项目可行性研究
11 项目简介
本项目通过回收地沟油来制得生物柴油厂址选择武汉市工厂生物柴油年产量为20万吨原料来源于武汉市本地以及周边城市
com用情况
本项目利用各种废弃油脂和含油脚料制造生物柴油这些资源包括炒菜和煎炸食品过程产生的废油烤制食品过程中产生的动物性油脂动物制品常温加工过程中产生的下脚料经过处理得到的动物性油脂餐饮废油也称泔水油主要指从剩余饭菜中经过油水分离得到的油脂地沟油厨房抽油烟机泠凝的油脂含油脚料如皮革橡胶等工业废油等从这些油脂是一种可再利用的资源被人们认识以后它便成了抢手货一支捞油回收队伍便应运而生仅在上海无证捞油人员达1000人之多无固定场所无营业执照无管理的三无废油脂处理加工点上百个这其中有相当一部分加工点把这些废油经简单处理后作为精制食用油又重新回到了市场对居民健康构成了潜在的严重威胁这种现象已经发展成全国性的问题中央电视台及各省市媒体对这种现象都作了跟踪报道引起了各地政府的高度重视近年来我国部分城市相继出台了禁止地沟油非法加工等相关管理条例因此地沟油的再利用技术也成为一个新的研究项目引起了科研工作者的极大关注我国早在十多年前就开始了生物柴油的研究和推广工作科技部在八五九五十五分别从开发能源作物生物柴油生产实验生物柴油车辆实验等层面支持了可再生液体油品的发展如2004年科技部高新技术和产业化司启动十五国家科技攻关计划项目生物燃料油技术开发863计划支持了生物酶为基础的生物柴油合成新技术同时支持隔油池垃圾生产生物柴油国家发展与改革委员会组织实施节能和新能源关键技术国家重大产业技术开发专项利用油脂类废料和野生植物生产生物柴油关键技术作为节约和替代石油关键技术予以支持并将生物柴油生产及过程控制关键技术工业化国家自然科学基金委在生物柴油燃烧实验方面做了一些支持中国石油化工集团总公司在生物柴油储备技术方面做了一些支持支持酶技术与高温高压和超临界生物柴油合成方法我国生物柴油产业逐渐进入推广阶段目前已达到100 kt生物柴油的产能并且在原料供应和技术应用方面已经逐渐形成自己的特色海南正和公司在河北已开发了11万亩黄连木种植基地1亩 666．67 m2下同每年可产果实20-30 kt可获得生物柴油原料8000-10 000 t该公司计划在此基础上建立年产生物柴油50-200 kt的炼油化工厂目前该公司在河北邯郸建成年产10 kt的生物柴油工厂四川古杉集团建成年产30 kt生物柴油工厂北京等省市也已经建成一定规模的生产线上述这些生产线目前均是利用垃圾油或植物油脚餐饮废油等为原料生产生物柴油在今后5年内我国将建成年产20-50 kt规模的生物柴油产业化示范工程
a原料预处理
注1废食用油加入口2贮存罐3闸阀4过滤器5废食用油计量泵6多管热交换器7蒸汽锅炉8真空脱水脱臭塔9冷凝器10真空表11真空装置
废食用油首先经过前处理部分14通过在贮存罐2中经120140h的静置沉淀后进入滤芯式过滤器4将油中的杂质除去脱水脱臭部分511将除去杂质后的废食用油通过多管热交换器6和真空脱水脱臭塔8将油中的水分和臭气除去[3]
b催化剂选择
随着石油资源的日益短缺 由植物油生产生物柴油的研究日益受到重视通常生物柴油是由植物油在碱性或酸性催化剂作用下与甲醇进行酯交换得到的此反应由于存在环境污染问题或需要高温高压设备且所得生物柴油凝点较高所以使用受到限制[ 4]
目前比较有代表性的催化剂有加拿大 Saskatchew an Research Council 大学的负载型 CoMoN i 硫化态催化剂 柴油收率可达80以上十六烷值为90 100 但催化剂容易因硫的流失而失活 所得柴油凝点高于 25℃ 耗氢量大[5 - 7]Herskow i t z 采用 Pt SA PO - 11 催化剂对植物油进行单段加氢脱氧生成 C14 C18的烷烃同时进一步异构生成异构烷烃 冷滤点从17℃下降为- 4℃ 但由于发生环化和芳构化反应 造成柴油的十六烷值降为 65 且氢耗高Murzin 等使用Al2O3 SiO2 或活性炭负载的Pt Pd 等贵金属负载量为2 8 转化率为62 正构烷烃选择性为93与加氢脱氧反应相比 氢气消耗量下降了70 90但是催化剂价格昂贵[8]
运用过渡金属碳化物具有与贵金属Pt 和Pd 类似的表面性质和吸附特性对石油馏分的加氢处理 烃的异构化以及碳氧化物的加氢等都具有较高的催化活性本次采用新型催化剂β沸石负载的碳化钼催化剂具有优良的低碳正构烷烃异构化活性与选择性[ 9- 11]对常规的沸石进行改性 调变其表面结构和酸性有利于植物油大分子的扩散 以及植物油加氢脱羧后长链烷烃的异构化
本项目采用 Mo2C 负载量为 21 25的 Mo 2Cβ沸石为催化剂 在压力为 3 5 MPa 液时空速 0 5 h- 1 氢油体积比 500 反应温度 280320℃的条件下大豆油经过加氢后 凝点下降到- 5 - 10℃ 十六烷值保持在 70 以上[12]
c反应阶段
第一代生物柴油主要是脂肪酸低碳醇酯其中尤以甲酯为主在使用过程中有以下缺点倘如饱和度高如棕榈油牛羊油等生产出来的甲酯其凝固点高在寒冷季节使用时容易析出并堵塞输送管路倘如饱和度低 例如用菜籽油 棉籽油等生产出来的甲酯因为不饱和键含量高 容易氧化变质 不易储存并影响使用性能
第二代生物燃料的主要成分是液态脂肪烃在结构和性能方面更 接近石油基燃料 加工和使用都比甲酯类燃料方便因此尤其受到石油炼制企业的欢迎本项目采用第二代生物燃料的生产方式
注1催化反应器2气液分离器3精馏塔
油脂直接加氢脱氧是指在高温高压下油脂的深度加氢过程此时羧基中的氧原子和氢结合成水分子而自身还原成烃
在该工艺中不锈钢管式反应器长度为 1 7 4cm内径 22 8cm油脂原料和氢气从顶部通过一个导流装置进入到反应器整个过程模拟喷淋床反应器反应器中离中心位置约 127cm处安放催化剂用六点电热偶测试催化剂床的温度反应器外面用环绕加热器加热加氢产物从反应器底部流出通过管道流入气液分离器分离出的气体或者作为部分氢气进料循环利用或者作为加热器的燃料分离出的液体组分经管道进入分馏柱分馏成为 3部分石脑油柴油和残余馏分残余馏分从分馏柱底部流出可作为加热器的燃料
加氢反应制备出的柴油馏分中C15C18的饱和直链烷烃含量可达到95％其十六烷值为100甚至更高密度和黏度都能够达到柴油的质量标准可以为高十六烷值柴油添加组分与石化柴油进行调配加入比例可以为 5％～30％调和物的十六烷值增量与烷烃组分加入量呈线性关系随着加入量的增加而增加
14主要技术经济指标分析
废弃油脂价格随市场变化波动较大主要是 受国内食用油和原油价格波动的共同影响目前废弃油脂收购价已涨至42004600／ 吨左右地沟油从当地收集到生物柴油厂之间储运费用约为360560元／吨估计到厂价在45604760元／ 吨废弃油脂采购存在的主要问题是废弃油脂的收集和初加工多为地方个体企业规模较小且分散无法提供相关票据 主要是税票 增值税由原料收购方承担使生物柴油原料成本增加要确保提供价量稳定的废弃油脂 国家必须出台强制性措施进口棕榈油在国际市场价格合适的情况下可以作为生物柴油原料的补充
2 工艺流程设计及化工计算
21带控制点工艺流程图附图一
22物料计算
本项目拟定年生产能力10万吨需废油脂112万吨产率约90按年开工320天计每天工作24小时故日处理约350吨废油脂每日经过处理后的产量约315吨
以下计算以每小时的产量为基准原料进厂前先期采用过滤漂白和脱臭等处理
com件
反应式
RCH2COOH H2 RCH3CO2
废油脂密度08gcm3 氢气密度09gL
氢油比10001 即每日需氢气量为
350t×1000÷08kgL×1000×09gL 4375×105 m3 ×09gL 39375t
催化剂Mo2Cβ沸石的量占原料用量26为350×26 91t
com主要成分
处理后原料油主要成分有
棕榈酸 十六烷酸 1614×350t 5649t
硬脂酸十八烷酸 755×350t 26425t
油酸十八碳-顺-9-烯酸十八碳-顺-9-烯酸十八碳-912-二烯酸 含量 质量t 相对分子质量 物质的量mol 氢气消耗量mol 产物质量t 棕榈酸 1614 5649 25643 2202940374 220294037 3974765 硬脂酸 755 26425 28448 9288877953 928887795 1936545 油酸 3519 123165 28247 4360286048 87205721 9002683 亚油酸 3204 11214 28045 3998573721 159942949 8175084 亚麻酸 342 1197 27844 42989513 257937078 8702797 其他物质 566 1981 1981 计算出日总氢气消耗量为3042606593mol 6085213t为025355th
故氢气日循环量为164-025355 1614645th为9845
得到的二氧化碳量为5245t故进入低压分离器产物总质量为2594036t5245t 311854t
故回流的氢气及其他物质为 350t-311854
com压反应器后
最后产物主要有
组成 含量 质量t 汽油
燃料气
含CO2 25 7875 富气 5 1575 粗汽油 20 6000 柴油 轻柴油 25 7875 重柴油 15 4725 未转化油 油浆 5 1575 焦炭 5 1575 com品消耗
序号 名称 消耗指标 备注 单位 指标 1 废油脂 th 146 2 氢气 th 164 纯氢气 3 催化剂 kgh 3792 Mo2Cβ沸石 主要原辅材料消耗情况一览表
序号 名称 年需用量 备注 单位 数量 1 废油脂 万t 112 2 氢气 万t 126 3 催化剂 t 2912 Mo2Cβ沸石 23热量计算
com据
1生产中以25OC为基准温度
2原料预处理量为350td即为1458th查得废油比热容为230KJ kg·OC 取原料油密度08×10 kg／m3
3水热容418kJ／ kg·0C 冷凝水初始温度为25℃升温后温度变为40℃
4氢气的比热容为7243 KJ kg·OC
5气态二氧化碳比热容为5904KJ／ Kg·OC
com程
由生产能力和工艺要求可知混合的反应物中原料油为1458th氢气量中有循环气的20以及加入的新氢依据物料衡算可知该氢气量为
m2 1615×1000×20164-1615 3480kg
原料油与氢混合后以25OC进入换热器以170OC离开换热器所消耗的能量
Q需油1 m1C1Δt1 1458×1000×230× 170-25 486243MJ
Q需氢1 m2C2Δt1 3480×7243× 170-25 36548178MJ
Q需1 48624336548178 85172478MJ
2加氢加热炉中进入温度为170OC出来温度为280 OC所需提供能量为
Q需2 Q需油2 Q需氢2 m1C1Δt2 m2C2Δt2
1458×1000×230×280-1703480×7243×280-170
646136MJ
3反应器中通入280 OC的氢油混合物以及循环氢气占总循环氢气的80温度为45OC又由物料衡算可知循环氢气为1615th
Q需油3 m1C1Δt3 1458×1000×230× 400-280 402408MJ
Q需氢3 m2C2Δt3 3480×7243× 400-280 3024677MJ
Q氢3 m3C2Δt3 1615×80 ×1000×7243× 400-280 11229547MJ
反应器所需提供的总热量为Q需3 402408302467711229547
18278304 MJ
4换热器中根据热量守恒原理由计算1可知原料油与氢混合从25 OC升至170OC所需能量Q需1等于反应后的混合物由物料衡算可知含CO2量为5245t氢气量为1614t生成油25940t将其从400OC降至t产生的热量即
Q需1 Q需油4 Q需氢4 Q需C 4
m油C1Δt4 m氢C2Δt4 m CO2C3Δt4 164
带入数据得
25940×103×230× 400-t 1614×103×7243× 400-t 5245×103×5904× 400-t 85172478×103
求得t 3917 OC
5 第一台冷凝器物料进去的温度为3917 OC出来的温度为45 OC所需带走的热量为Q需5 Q需油5Q需氢5Q需C 5
m油C1Δt5 m氢C2Δt5 m CO2C3Δt5
25940×103×230× 3917 -45 1614×103×7243× 3917 -45 5245×103×5904× 3917 -45 3547388636MJ
设冷凝水初始温度为25℃经冷凝器升温后温度变为40℃
所以冷凝器所需用水量为W Q需5 C水Δt 3547388636×103÷418÷ 40-25 56577×103 kg
6 由物料衡算可知由低压分离器底部出来的物料量为M 311854-7875 233104t温度为40℃与分馏塔底部出来物料以及汽提塔出来的物料进行热交换由物料衡算表以及反应工艺可知未转化油315t温度为120℃轻柴油7875t温度为90℃重柴油4725t温度为190℃这三种物料的最终温度即为室温25℃根据能量守恒定律可知
MCΔt6 m未CΔt未m轻CΔt轻m重CΔt重
带入数据得
233104×103×230×t6-40 315×103×230×120-257875×103×230×90-254725×103×230×190-25
求得t6 1113 ℃
7对于分馏加热炉物料进去的温度为1113 OC出来的温度为120 OC因此需要的热量Q7 MCΔt7 233104×103×230×120-1113 466441MJ
com算表
设备 入口物料h 入口温度OC 出口物料h 出口温度OC 设备内 换热器一 内管 原料油1458t
氢气3480kg 25 同入口处 170 交换热85172478MJ 外管 CO25245t
氢气1614t
油25940t 400 同入口处 3917 加氢加热炉一 原料油1458t
氢气3480kg 170 同入口处 280 提供热量646136MJ 反应器 原料油1458t
氢气164t 280 CO25245t
氢气1614t
油25940t 400 温度400OC
压强785 Mpa
液时空速 0 5 h- 1
氢油体积比 1000 冷凝器 CO25245t
氢气1614t
油25940t 3917 同入口处 45 带走热量3547388636MJ用水56577×103 kg 高压分离器 CO25245t
氢气1614t
油25940t 温度45OC
压强80 Mpa
低压分离器 CO25245t
油25940t 温度40OC
压强25 Mpa
换热器二
内管 油25940t 40 同入口处 1113 外管 轻柴油7875t90 OC重柴油4725t190 OC未反应油315t120 OC 25 分馏加热炉 油25940t 1113 同入口处 120 供热466441MJ 分馏塔 油25940t 120 塔顶燃料气富气粗汽油塔底油浆焦炭 塔顶温度70 OC塔底温度120 OC压强03MP 汽提塔 塔顶轻柴油塔底重柴油 塔顶温度90 OC塔底温度190 OC压强08MP
3 设备选型及典型设备设计
31精馏塔工艺设计计算说明书
com务
1设计题目辛烷-十六烷体系板精馏塔设计
2已知条件5500kgh 原料 xF 20
xD≥95xW≤2 单板压降≤07kPa
3设计要求
能满足工艺条件达到指定的产量和质量
操作平稳易于调节
经济合理
生产安全
4化工生产对塔设备的要求
1生产能力大
2高的传质传热效率
3操作稳定操作弹性大
com案选定
com1精馏方式
本设计采用连续精馏方式原料液连续加入精馏塔中并连续收集产物和排出残液其优点是集成度高可控性好产品质量稳定
com2操作压力
本设计选择常压常压操作对设备要求低操作费用低适用于辛烷-十六烷这类非热敏沸点在常温工业低温段物系分离
com3塔板形式
根据生产要求选择结构简单易于加工造价低廉的筛板塔筛板塔处理能力大塔板效率高压降较低在辛烷-十六烷这种黏度不大的分离工艺中有很好表现
com4加料方式和加料热状态
加料方式选择加料泵打入由于原料温度稳定为减少操作成本采用泡点进料
com5回流比的选择
最经济型
com6再沸器冷凝器等附属设备的安排
塔底设置再沸器塔顶蒸汽完全冷凝后再泡点回流入塔冷凝冷却器安装在较低的框架上通过回流比控制期分流后用回流泵打回塔内馏出产品进入储罐塔釜产品一部分用来补充加热蒸汽其余储存到储罐
com工艺计算
com1 物料衡算
1原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率
辛烷的摩尔质量 MA 114kgkmol
十六烷的摩尔质量 MB 226kgkmol
原料液 xF 02
塔顶 xD 098
塔底 xW 0 01
2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量
3物料衡算
原料处理
总物料衡算F DW 27
辛烷的物料衡算
联立解得 D 529kmolh W 2171kmolh
com的确定
com1理论板层数N的求取
①辛烷和十六烷的平均相对挥发度的计算
已知辛烷的沸点为1257℃十六烷的沸点为2868 ℃
当温度为1257℃时lg° °
lg° °
当温度为2868℃时lg° °
lg° °
平均挥发度
② 最小回流比及操作回流比计算
因 故 xe xF 0
代入相平衡方程 ye
Rmin
取操作回流比 R 11Rmin 119 4875 58
③ 逐板法求塔板数
则相平衡方程
精馏段操作线方程
塔釜气相回流比
提馏段操作线方程
操作线交点横坐标
理论板数计算先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下
总理论板数为18块包括再沸器精馏段理论板数为8块第9块为进料板提馏段理论板熟为10块
com2实际板层数的求取
①确定温度操作
进料 130℃塔顶 110℃塔釜 170℃
塔底与塔釜平均温度
查液体粘度图辛烷黏度a 032cP十六烷黏度b 024cP 则混合液粘度
②效率
由 aμav 2260256 0579mPaS
E 049 aμav -0245 056
对于筛板查表知效率的相对值为11故
ET 05611 062
③实际塔板数
精馏段实际板层数 8062 12903≈13
提馏段实际板层数 10062 16129≈17
总的塔板数 Ne 1317 30层
com有关物性数据的计算
com1操作压力计算
塔顶操作压力
每层塔板压降取
则进料板压力 10130714 1111KPa
塔底操作压力
精馏段的平均压力
提馏段的平均压力
com2操作温度计算
由前面计算结果如下
塔底温度 170
塔顶温度 110
进料温度 130
精馏段平均温度℃
提馏段平均温度℃
com3平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xD y1 098由相平衡关系得x1 0956
进料板平均摩尔质量计算
由相平衡关系得 x9 02时y9 0361
MVFM y9×MA1-y9×MB
MLFM x9×MA 1-x9 ×MB
塔底平均摩尔质量计算
由相平衡得
Mvwm 00223114 1-00223 226 22350KgKmol
MLwm 001114 1-001 226 22488KgKmol
精馏段平均摩尔质量
提馏段平均摩尔质量
com4平均密度的计算
①气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算即
精馏段
℃
提馏段
℃
②液相平均密度计算
液相平均密度依下式计算即
塔顶液相平均密度的计算
由 查表得
a
进料板液相平均密度的计算
由 查表得
进料板液相的质量分数
a
kgm3
塔底液相平均密度的计算
由℃ 查表得
a
精馏段液相平均密度为
提馏段液相平均密度为
com5液体的平均粘度计算
液体平均粘度依下式计算即μLM ∑Xiμi
塔顶液相平均粘度的计算
由 由液体粘度共线图得
μLDM XDμA 1-XD μB
098×03821-098×0345 0381mPas
进料板液相平均粘度的计算
由 查得
μLFM XFμA 1-XF μB
塔底液相平均粘度的计算
由 查得
μLWM XWμA 1-XW μB
001×02841-001×0218 0244mPas
精馏段液相平均粘度为
提馏段液相平均粘度为
com的塔体工艺尺寸设计
com1塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
提馏段的气液相体积流率为
由
由下式计算由史密斯关联图查取
精馏段
图的横坐标为
取板间距 板上液层高度 则
查图得
-
取安全系数为06则空塔气速为
按标准塔径圆整后为 10m
塔截面积为
精馏段实际空塔气速为
提馏段
图的横坐标为
取板间距 板上液层高度 则
查图得
取安全系数为07则空塔气速为
按标准塔径圆整后为 10m
塔截面积为
提馏段实际空塔气速为
com2精馏塔有效高度的计算
精馏塔有效高度为
提馏段有效高度为
在进料板上方开一手孔其高度为08m
故精馏塔的有效高度为
表6-1 塔板间距与塔径的关系
塔 径Dm 03～05 05～08 08～16 16～24 24～40 板间距HTmm 200～300 250～350 300～450 350～600 400～600 由表验算以上所计算的塔径对应的板间距均符合所以以上所假设的板间距均成立
com布置
板式塔类型有多种经过比较工艺条件的考虑本设计采用筛板以下为筛板的计算
塔板分块
因 故塔板采用分块式查表知塔板分为3块
② 安定区宽度确定
溢流堰前安定区宽度为
进口堰后安定区宽度为
边缘区无效区宽度为 小塔 大塔
取
③ 开孔区面积计算
开孔区面积按下式计算即
其中
故
④ 筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性可选用 3mm碳钢板取筛孔直径 d0 5mm
筛孔按正三角形排列取孔中心距t 为
筛孔数目n 为
开孔率为
所设计筛板塔主要计算结果精馏塔汇总于下表
序号 项目 单位 数值 1 平均温度tm ℃ 120 2 平均压力Pm kPa 1062 3 气相流量VS m3s 000197 4 液相流量LS m3s 0308 5 实际塔板数 30 6 有效段高度Z m 12 7 塔径 m 10 8 板间距 m 04 9 开孔区面积 m2 0274 10 筛孔直径 m 0005 11 筛孔数目 1407 12 孔中心距 m 0015 13 开孔率 101 14 空塔气速 ms 0392 com辅助设备设计
com1塔附件设计
①进料管
塔径D 10m故可采用简单的进料管结构不加套管用手孔即可检修由下式计算进料管直径
取 F 5500kgh
取进料管的规格为
回流管
L 000197m3s取
取回流管规格为
釜液出口管
W 2171kghMW 22488kgkmol
取
取此管的规格为
塔顶蒸汽出口管
取
取回流管规格为ф1504
⑤ 法兰
由于常压操作所有法兰均采用标准管法兰平焊法兰由不同的公称直径选用相应法兰
进料管接管法兰PN6DN40 HG 5010
回流管接管法兰PN6DN40 HG 5010
塔顶蒸气管法兰PN6DN150 HG 5010
釜液排出管法兰PN6DN40 HG 5010
com2筒体与封头
①筒体
壁厚选6mm所用材质为
②封头
封头分为椭圆形封头碟形封头等几种本设计采用椭圆形封头由公称直径DN 1000mm 查得曲面高度h 300mm直边高度选用封头DN10006JBT 4746-2002
③裙座
塔底采用裙座支撑裙座的结构性能好连接处产生的局部阻力小所以它是塔设备的主要支座形式为了制作方便一般采用圆筒形由于裙座内径＞800mm故裙座壁厚取16mm
基础环内径D1 1000216-031000 732
基础环外径 D2 1000216031000 1332
圆整D1 1000mmD2 1600mm基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm考虑到再沸器裙座高度取3m地角螺栓直径取M30
④人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的惟一通道人孔的位置应便于进入任何一层塔板由于设置人空处塔间距离大且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求一般每隔6～8块塔板才设一个人孔本塔中共30块板设置4个人孔每个孔直径为450mm在设置人孔处板间距为600mm裙座上应开2个人孔直径为450mm人孔伸入塔内部应与塔内壁修平其边缘需倒棱和磨圆人孔法兰的密封面形及垫片用材一般与塔的接管法兰相同本设计也是如此
com高度的设计
com1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离取除沫器到第一块板的距离为600mm塔顶部空间高度为1200mm
com2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离釜液停留时间取5min取HB 14m
com3塔体高度
精馏塔装配图附图二
32换热器工艺设计计算说明书
设计题目冷却器的设计设计任务及操作条件1处理能力吨油2设备型式　 列管式换热器 操作条件设计项目传热面积
1选择换热器的类型
两流体温的变化情况热流体进口温度90℃ 出口温度40℃冷流体进口温度30℃出口温度为40℃该换热器用循环冷却水冷却冬季操作时其进口温度会降低考虑到这一因素估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器
2流动空间及流速的确定
从两物流的操作压力看应使生物柴油走管程循环冷却水走壳程但由于循环冷却水较易结垢若其流速太低将会加快污垢增长速度使换热器的热流量下降所以从总体考虑应使循环水走管程生物柴油走壳程
选用φ2525的碳钢管管内流速取μi 05ms
com2确定物性数据
定性温度可取流体进口温度的平均值
壳程生物柴油定性温度
管程流体的定型温度
根据定性温度分别查取壳程和管程流体的有关物性数据
生物柴油
密度 ρ0＝879kgm3
定压比热容Cp0＝222kJkg℃
热导率λ0＝014Wm℃
粘度 μ0＝2637mPa·s
水
密度ρi＝994kgm3
定压比热容Cpi＝408kJkg℃
热导率 λi＝0626W m℃
粘度 μi＝0725m Pa·s
com3计算总传热系数
1热流量
kJh 10112 KW
2平均传热温差
℃ ℃
△tm1 △t1-△t2 ㏑ △t1△t2 50-10 ㏑ 5010
△tm1 2485℃
3冷却水用量
kgh
4总传热系数K
管程传热系数
Re
壳程传热系数
假设壳程的传热系α 290Wm2 ℃
污垢热阻
Rsi 0000172 m2 ℃W
Rso 0000344 m2 ℃W
管壁的导热系数λ 45W m2 ℃

2209Wm2 ℃
com4计算传热面积
考虑15的面积裕度S 115
com5工艺结构尺寸
1管径和管内流速
选用φ25×25较高级冷拔热管碳钢取管内流速u 55ms
2管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns 根
按单程管计算所需的传热管长度为
L
按单程管设计传热管过长宜采用多管程结构根据本设计实际情况采用非标设计现取传热管长l 5m则该换热器的管程数为
Np
传热管总根数Nt 16×4 64 根
3平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
R
P
按单壳程双管程结构温差校正系数应查有关图表得
平均传热温差
℃
4传热管排列和分程方法
采用组合排列法即每程内均按正三角形排列隔板两侧采用正方形排列取管心距t 125d0则
t 125×25 3125≈32㎜
横过管束中心数的管数 nc 119
5壳体内径
采用多管程结构取管板利用率η 07则壳体内径为
D 105t
圆整可取D 350mm
6折流板
采用弓形折流板去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25则切去的圆缺高度为H 025×350 875m故可取h 8