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
On = Oo - Om = 0.78-0.01=0.77
Mm =16/(100-16-8) +
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
Qa = 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
Qb =(G2-12111.13)×(645.77-398.1/4.1868)=550.69×(G2-12111.13)
Q4 = Qa + Qb ,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=I2.*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 + I2.×L
L =W/(H1+H2) I2 =(1.01+1.88H2)T2+2492H2
其中T2 = 105℃,I1 = 150 KJ/Kg=35.83Kcal/kg W = 94667.7
可得,H2 =0.018 KJ/Kg L =3380989.3Kg/d I2=152.66
所需20℃ 空气体积流量V=3380989.3 /1.205=2805800.3M3/d
(五)冷却层计算
1.热量计算
⑴干物质放出热量Q1=435600×0.4442×(105-40)=12577079 kcal/d
⑵水降温放出热量Q2=38260×1.0×(105-40)=2486900 kcal/d
⑶油降温放出热量Q3=4400×[(0.47+0.00073×105)×105
-(0.47+0.00073×40)×40]=164693.1 kcal/d
放出总热量 Q = Q1+ Q2+ Q3 =15228672 kcal/d
2.风量计算
20℃时, φ=0.7的干空气 H1=0.010 I1=46KJ/Kg
出口冷风温度35℃ ,冷却过程按等温过程
H2=H1=0.010 I2=62 KJ/Kg L=Q/(I2-I1)= 15228672 /(62-46)=951792
空气量为L(I+H1)=951792×(1+0.010)=961310
20℃空气密度为ρ=1.205Kg/m3
空气的体积流量V=961310×1000/1.205=797767460 m3/d
三.混合油蒸发系统热量衡算
混合油 | 蒸发前 | 一蒸后 | 二蒸后 | 汽提后 |
油浓度% | 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 =0.135×10-5×0.953.57×560(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×C3.57×P(0.73-0.00043c)
=0.135×10-5×C3.57×560(0.73-0.00043c)=118.6℃
按实际操作条件可取105℃
显然,温度较高不利于油脂品质保证
参照微量蒸汽的公式:S=P×O×㏑(V1/V2)/(Expr)
P:气相总压力,P=560mmHg
Pr:t℃时纯溶剂蒸汽压,参考己烷值,
Pr=2250mmHg(110℃时)
O:混合油中油的公斤摩尔数D=385600/870=443.22
V1:进入混合油中溶剂的公斤数目V1=20300/93=218.28
V2:出去混合油的溶剂的公斤数目V2=120/93=1.29
E:汽化效率 E=0.450 S=1257.84Kmol/d
则按实际需求量 按130%计算S’=1257.84×130%=1635.19 Kmol/d
3.热量衡算:
混合油的进口温度为95℃,出口温度为105℃,真空度为74Pa溶剂气的沸腾温度为47℃,直接和间接蒸汽在2个大气压下的沸腾温度为119.6℃
带入的热量:
⑴油带入的热量:Q1=385600×(0.47+0.00073×95)×95=19757469.2 Kcal/d
⑵溶剂带入的热量: Q2=20300×(0.471+0.00095×95)×95=1082370.6 Kcal/d
⑶喷入的直接蒸汽所带入的热量: 蒸汽焓=646.9kcal/kg
Q3=S×646.9=1635.19×646.9=1057804.4 Kcal/d
⑷间接蒸汽输入的热量: Q4=646.9Gkcal/d
带出热量:
⑴油带出热量Q5= 385600×(0.47+0.00073×105)×105=22132765.2 Kcal/d
⑵溶剂带出热量Q6= 120×(0.471+0.00095×105)×105=7191.5 Kcal/d
⑶蒸发的溶剂蒸汽带出的热量Q7=G×I=20180×125.14 =2525325.2 Kcal/d
⑷水蒸汽带出的热量Q8=1635.19×641.3=1048647.3 Kcal/d
⑸间接蒸汽凝结水带走的热量: 105℃饱和水蒸汽液焓为104.8kcal/kg
Q9=104.8G
(6) 热损失(按需要量的3%来计算) Q10=Q1×3%=649.9G×30%=19.4G
因为输入热量=输出热量,则G=7301.1 Kg/d
四 溶剂预热及冷凝系统
(一)新鲜溶剂预热器
1.冷溶剂带入热量Q1=1191560×(0.471+0.00095×25)×25=14738107.8 Kcal/d
2.输出溶剂热量Q2=1191560×(0.471+0.00095×55)×55=34291607.4 Kcal/d
3.需要输入热量Q3=Q2-Q1=19553499.6 Kcal/d
(二)浸出器冷凝器的设计
1. 有关数据 料胚带入浸出器的空气量为3m3/h
2.V=1000000×3/24=125000 m3/h 溶剂量按总溶剂量的5%计算
故输出溶剂量1191560×5%=59578 kg/d,温度为55℃
输入的溶剂量为59578 kg/d ,温度为38℃
T=55℃时,溶剂的焓为28.78kcal/dkg·℃
T=38℃时,溶剂的焓为19.27kcal/dkg·℃
热量衡算:Q = 59578 ×(28.78-19.27)=566586.78kcal/d
(三)一蒸冷凝器
1.输入热量:⑴混合溶剂带入热量:Q1= 113941870 kcal/d
⑵冷却水带入热量:Q2=W×I = 20W kcal/d
2.输出热量:
⑴出口溶剂带出的热量
Q3=958300×(0.471+0.00095×38)×38=18466249.3 Kcal/d
⑵冷却水带出的热量Q4=35W
由输出热量=输入热量 W=6365041.4 Kg/d
所需热量Q= Q1- Q3=95475620.7 kcal/d
(四)二蒸冷凝器
1.输入热量:⑴混合蒸汽带入的热量: Q1=13540148 kcal/d
⑵冷却水带入的热量:Q2=W×I=20W
2.输出热量:⑴出口溶剂带出的热量:
Q3=108200×(0.471+0.00095×38)×38=2084992.4 Kcal/d
⑵冷却水带出的热量Q4=35W
由输入热量=输出热量,得W=763.68 Kg/d
所需热量Q=Q1-Q3=11455155.6 Kcal/d
(五)汽提塔冷凝器
1.输入的热量:(1)溶剂蒸汽带入的热量: Q1=2525325.2 kcal/d
(2)水蒸汽带入的热量:Q2=1048647.3 kcal/d
(3)冷却水带入的热量:Q3=20w
2.输出的热量:
(1)溶剂液体带出热量:Q4=20180×(0.471+0.00095×38)×38=388864.6Kcal/d
(2)冷凝水液体带出的热量:Q5= 1635.19×(1-5%)×35=54370.1kcal/d
(3)冷却水带出的热量:Q6=35w
由输入热量=输出热量 W=208716.2 Kg/d
所需热量Q=Q1+Q2-Q4-Q5=3130742.4 Kcal/d
(六)节能器的计算
假设来自蒸脱机的二次蒸汽经一蒸全部冷凝到65℃ ,其中水蒸气有80%被冷凝为水,溶剂有X被冷凝为溶剂液体
T=65℃时,溶剂蒸汽的焓为500Kj/Kg,水蒸气的焓为2615.5 Kj/Kg
溶剂的焓为142.9 Kj/Kg
T=80℃时,溶剂蒸汽的焓为526.2Kj/Kg,水蒸气的焓为2642.3Kj/Kg
溶剂的焓为334.94Kj/Kg
因为一蒸所加入的热量Q=95655093.9 Kcal/d
而二次蒸汽放热情况如下:
水蒸气放热:12111.13×(2642.3 -2615.5 )+12111.13×80%×(2615.5 -272.1)
=324578.3+22704977.6=23029555.9=5500514.9Kcal/d
溶剂放热:104760(526.2-500)/4.1868+[ 104760(500-142.9)/4.1868 ]×(1-X)
=655563.2+8935176.3(1-X)
5500514.9+655563.2+8935176.3(1-X) =95655093.9
X=90%
故输入节能器的热量为:
⑴溶剂蒸汽带入的热量Q1=104760×10%×500/4.1868=1251074.8 Kcal/d
⑵水蒸气带入热量Q2= 12111.13×20%×2615.5/4.1868=1513168.1 Kcal/d
⑶高低位真空泵带入热量Q3= 500×2685.0=1342500 Kcal/d
⑷低温溶剂带入的热量(一蒸和二蒸溶剂冷凝液)Q4= 20551241.7 Kcal/d
(七)蒸脱机冷凝器的计算
1. 有关数据:来自节能气溶剂蒸汽温度为55℃ ,溶剂蒸汽量为
104760 ×10%×50%=5238 Kg/d
水蒸气量为12111.13×20%×20%+500×24×20%=484.4+2400=2884.4 Kg/d
T = 55℃时,溶剂蒸汽的焓为481.64 Kj/Kg ,水蒸气的焓为2596.8 Kj/Kg
T = 40℃时,溶剂蒸汽的焓为85.89 Kj/Kg, 水的焓为167.47 Kj/Kg
2. 热量计算:
ΔQ=[5238 ×(481.64-85.89)+ 2884.4 ×(2596.8-167.47 )]/4.1868
=[2072938.5+7007159.5]/4.1868 =2168744.1Kcal/d
冷却水用量W=2168744.1 /(35-20)=144582.9Kg/d
第四部分 设备计算及选型
1 浸出系统:
棉籽胚片→刮板输送机→封闭绞龙
↓ 溶剂周转库→溶剂泵→溶剂预热器→浸出器→湿粕
↓
混合油
(一)进料刮板输送机:
棉籽胚片的容重 r=0.57t/m3=570㎏/m3
输送量Q=1000000㎏/d=41666.67kg/h
因为 Q=3600·B·h·v·r·η
v — 链条速度,取 0.2m/s
η — 输送速率,η=0.7;
刮板截面积:S =B·h = Q/(3600·r·v·η)= 41666.67/(3600·570·0.2·0.7)
= 0.145 m2
取刮板宽度B = 500mm, 则h=S/B=290mm
故选用 MC50 型刮板输送机 B =500mm h= 300mm
配备11kw电机,型号为YB2-160M-4,转速为1440
(二)浸出器的设计(环形浸出器)
1.已知参数
入浸量 | 曲率半径 | 喷淋时间 | 沥干时间 |
41666.67kg/h | 2000mm | 35min | 8min |
2.浸出器计算
进料体积 V=41666.67 ×35/(0.57×1000×60)=42.64m3
假设料格总长为a,宽为b,高为h,料层高取700mm
V=abh=42.64,则b=3000mm,h=700,则a=21m
浸出段长度a×35/(35+8)=21×35/(35+8) =17.1m
沥干段长度25-20.35=3.9m
浸出器共设8个油斗,上水平段5个,下水平段3个
混合油体积为385.6/24/0.923=17.4 m3
上水平段长度为17.1×5/(5+3)=10.7m
下水平段长度为17.1×3/(5+3)=6.4m
选取沥干段倾角为8°,则沥干段实际水平长度为3.9×cos8°=3.86m
选取料格高度为1000mm,油斗高为1000mm,柱高取1000mm
浸出器总高度=料格高度×2+油斗高度+弯曲段直径+柱高
=1000×2+1000+4000+1000=8000mm
浸出器总长度=10700+2000+1000=13700mm
浸出器有关设计数据:
料格长度 | 料格宽度 | 料格高度 | 油斗高度 |
21000mm | 3000mm | 1000mm | 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
ΔTm=(ΔT 1-ΔT2 )/ln(ΔT 1/ΔT2 ) =22.2℃
S‘=ΔQ /K·ΔTm =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×n0.5 = 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×n0.5 =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 ∴Δtm=Δt1+Δt2/2=19.6
F=ΔQ/K·Δtm=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: LS=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: Ln=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
Xn+1—组份在进料液中的分子浓度 Xn+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:VS=(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=Ek/Mk
Ek---脱吸效率,即关键组份被脱吸的百分比,且Ek=(Xn+1-X1)/(Xn+1-X)=(SKn+1-S)/(SKn+1-1)
其中:Xn+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
SK-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:
EK=(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SK
SK=(V/L)×MK=3×0.624=1.872
4.理论塔板数n:EK=(SKn+1-SK)/(SKn+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
Wmax=C×[(rL-rv)/rv]0.5
V—气相总体积流量(m3) rL,rV—分别为液相气相重度 kg/m3
W—计算空塔速度,取W=(0.6-0.8)Wmax C—系数,查阅图表
2.系数计算: 1)溶剂蒸汽的体积流量V1
V1=G1×R×T/M1×P=20180 ×0.082×(273+105)/(93×1×24)= 280.24m3/h
2)水蒸汽体积流量:V2=7301.1×0.082×(273+105)/(18.0×1×24)=523.85m3/h
3)混合油蒸汽量重度rv=(G1+G2)/(V1+V2)
=(20180 +7301.1)/24/(280.24+523.85)=1.4kg/m3
4)混合油(富油)重度 rL=(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)·(rl/rv)0.5=0.016×(907.6/1.4)0.5=0.41
(2)取板间距(即塔盘组间距) HT=HT-h=20 cm
(3)查表得:C20=0.032(设液层高度h1=0.01,忽略不计)
3.Wmax=C×[(rL-rv)/rv]0.5=0.032×[(907.6-1.4)/1.4]0.5=0.814m/s
4.W=0.6Wmax=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
ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/㏑(ΔT1/ΔT2)=11.74
F=ΔQ/kΔTm=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=1.1n0.5=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ta,tb按下式求得:
ΔQ1/(ΔQ2+ΔQ3)=( Δt2-Δtb)/( Δtb-Δt1)
1357228.656/10527355.2=(33-Δtb)/(Δtb-25) 故Δtb=32.08℃
ΔQ2/ΔQ3=( Δtb-Δta)/( Δta-Δt1)
8511018.5/2016336.7 =(32.08-Δta)/( Δta-25) Δta=26.36℃
4.传热面积F的确定 K取120
⑴分别计算下值,即:
Δtm1=Δt1+Δt2/2=[(80-33)+(72-32.08)]/2=43.46℃
F1=ΔQ1/K·Δtm1=1357228.656/(120×43.46×24)=10.8m2
Δtm2=Δt1+Δt2/2=(72-32.08+72-26.36)/2=42.78 ℃
F2=ΔQ2/K·Δtm2=8511018.5/(120×42.78×24)=69.1 m2
Δtm3=Δt1+Δt2/2=(72-26.36+72-25)/2=46.32 ℃
F3=ΔQ3/K·Δtm3=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=1.1n0.5=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ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/2.3㏒ΔT1/ΔT2=14.78℃
F=ΔQ/kΔTm=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ta,tb的求法:ΔQ1/(ΔQ2+ΔQ3)=(t2-tb)/(tb-t1)
即1721440.4/(8975190+2224592)=(33-tb)/(tb-25) ∴ tb=31.9℃
ΔQ2/ΔQ3=(31.9-ta)/(ta-25)
8975190/2224592 =(31.9-ta)/(ta-25) ∴ ta=26.39℃
b.分别为平均温度差:
Δtm1=(Δt1+Δt2)/2=[(95-33)+(72-31.9)]/2=51.05℃
Δtm2=(Δt1+Δt2)/2=[(72-31.9)+(72-26.39)]/2=42.86℃
Δtm3=(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=1.1n0.5=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-ta)/(ta-25)=1.74
∴ ta=56.04℃
Δtm1=〔(110-ta)-(ta-25)〕/〔㏑(110-56.04)/(56.04-25)〕
= 41.67 ℃
Δtm2=〔(72-41.67)-(38-25)〕/〔㏑(72-41.67)/(38-25)〕
=20.4℃
取k为150
故:F1=ΔQ1/(kΔtm1)= 2264566.7/(150×24×41.67)=15.0㎡
F2=ΔQ2/(kΔtm2)= 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=1.1n0.5=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
ΔTm=(ΔT1-ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2)=15℃
取K=300 k cal/m2.h.℃
F=ΔQ/K·ΔTm=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=1.1n0.5=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 11/2GC-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 11/2GC-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Lmin=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:Lmin=4.9×[(0.0411-0.00082)/(0.152-0.017)]=1.45(公斤分子/小时) Lmin=449.5 kg/h L=1.5Lmin=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Lmax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(Wf)确定吸收塔直径D
⑴泛点气速与允许速度(W0=0.6Wf-0.8Wf) 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)·u10.16=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Vmax:
Vmax=πD2×3600×W0/4=3.14×0.22×3600×0.527/4=59.57m3
⑷核算喷淋密度L=V/πD2=(1500/842)/(3.14×0.22×1/4)=56.7
L>Lmax
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/(Ky-af)∫(Y1/Y2)dy(Y-Y*)=V/(Ky×af)×(Y1-Y2)/ΔY1=H×N
H---等板高度 N---传质单元数 V---气体流量 Ky---吸收传质系数 Ky=G/(F×Δym) (k mol/h.m2)
ΔYm=(5.625-0.01125)/93=0.0603
ΔYm=[(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Ky=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:Es=(Xn+1-X1)/(Xn+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=Ln+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=ES/mi=90.5%/3=0.3017
式中:mi---己烷110℃,1kg/cm2的平衡常数mi=3
Vmin=0.3017L=1.527 k mol/h=27.49 kg/h
取V=5Vmin=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:rG=(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·ra/r1·μ10.16=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·Pr)·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: ES=(Sn+1-S)/(Sn+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℃
Δtm=[(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=1.1n0.5=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℃
tm=(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=1.1n0.5=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℃
Δtm=[(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=1.1n0.5=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)/Ymin φn
式中:G = G’ /t=( G1+ G2+ G3) /t=(41.67+0.42+0.5)/3=14.2t
Ymin按50轻汽油的比重计
Ymin=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 | 11/2GC-5 |
48 | P310b | 石蜡贫油泵 | 1 | 185kg | 11/2GC-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 | | |
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