地沟油加氢催化裂解法生产生物柴油工厂设计.doc

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1、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411项目简介412产品的用途和市场前景研究分析513工艺方案选择及论证614主要技术经济指标分析82工艺流程设计及化工计算1021绘制带控制点工艺流程图1022编制物料平衡计算书1023编制热量平衡计算书123设备选型及典型设备设计1631精馏塔工艺设计计算说明书1632换热器工艺设计计算说明书3033设备一览表374车间设备布置图3841设计原理3842设备布置图内容3843绘图方法与步骤3944设备布置图的标注395工厂总平面布置设计4151总平面设计的原则4152设计思路说明41参考文献附图及心得前言随着社会

2、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

3、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

4、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1614755351932043425662产品组成组成含量汽油燃料气含CO225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53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

5、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

6、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

7、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 66667 m2下同每年可产果实20

8、-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

9、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3b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 2

10、5 耗氢量大5 - 7Herskow 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

11、新型催化剂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 2C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12c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

12、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

13、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 530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

14、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

15、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350t100008kgL100009gL 4375105 m3 09gL 39375t 催化剂Mo2C沸石的量占原料用量26为35026 91tcom主要成分处理后原料油主要成分有棕榈酸 十六烷酸 1614350t 5649t硬脂酸十八烷酸 755350t 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

16、分子质量物质的量mol氢气消耗量mol产物质量t棕榈酸161456492564322029403742202940373974765硬脂酸755264252844892888779539288877951936545油酸3519123165282474360286048872057219002683亚油酸3204112142804539985737211599429498175084亚麻酸342119727844429895132579370788702797其他物质56619811981计算出日总氢气消耗量为3042606593mol 6085213t为025355th故氢气日循环量为164

17、-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-311854com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CO2257875富气51575粗汽油206000柴油轻柴油257875重柴油154725未转化油油浆51575焦炭51575com品消耗序号名称消耗指标备注单位指标1废油脂th1462氢气th164纯氢气3催化剂kgh3792Mo2C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t1122氢气万t1263催化剂t2912Mo

18、2C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 kgOC 取原料油密度0810 kgm33水热容418kJ kg0C 冷凝水初始温度为25升温后温度变为404氢气的比热容为7243 KJ kgOC 5气态二氧化碳比热容为5904KJ KgOC 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 1615100020164-1615 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 m1C1t1

19、 14581000230 170-25 486243MJQ需氢1 m2C2t1 34807243 170-25 36548178MJQ需1 48624336548178 85172478MJ2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 m1C1t2 m2C2t2 14581000230280-17034807243280-170 646136MJ3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1615thQ需油3 m1C1t3 14581000230 400-280 402408MJ

20、Q需氢3 m2C2t3 34807243 400-280 3024677MJQ氢3 m3C2t3 161580 10007243 400-280 11229547MJ 反应器所需提供的总热量为Q需3 402408302467711229547 18278304 MJ4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C1t4 m氢C2t4 m CO2C3t4 164带入数据得2594010

21、3230 400-t 16141037243 400-t 52451035904 400-t 85172478103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C1t5 m氢C2t5 m CO2C3t5 25940103230 3917 -45 16141037243 3917 -45 52451035904 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t 3547388636103418 40-25 565

22、77103 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MCt6 m未Ct未m轻Ct轻m重Ct重带入数据得233104103230t6-40 315103230120-25787510323090-254725103230190-25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

23、此需要的热量Q7 MCt7 233104103230120-1113 466441MJcom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3480kg25 同入口处170交换热85172478MJ外管CO25245t氢气1614t油25940t400同入口处3917加氢加热炉一原料油1458t氢气3480kg170同入口处280提供热量646136MJ反应器原料油1458t氢气164t280CO25245t氢气1614t油25940t400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1614

24、t油25940t3917同入口处45带走热量3547388636MJ用水56577103 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25940t40同入口处1113外管轻柴油7875t90 OC重柴油4725t190 OC未反应油315t120 OC25分馏加热炉油25940t1113同入口处120供热466441MJ分馏塔油25940t120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

25、底温度190 OC压强08MP3 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 20xD95xW2 单板压降07kPa3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

26、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

27、量 MB 226kgkmol原料液 xF 02塔顶 xD 098塔底 xW 0 012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 2171kmolhcom的确定com1理论板层数N的求取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 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 逐板法求塔板数则相平衡方程 精馏段

28、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 效率由 aav 2260256 0579mPaS E 049 aav -0245 056对于筛板查表知效率的相对值为11故 ET 05611 062实际塔板数精馏段实际板层数 8062 1290313提馏段实际板层数 10062 1

29、612917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 y9MA1-y9MBMLFM x9MA 1-x9 MB 塔底平均摩尔质量计算由相平衡得Mvwm 00223

30、114 1-00223 226 22350KgKmolMLwm 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LM Xii 塔顶液相平均粘度的计算 由 由液体粘度共线图得LDM XDA 1-XD

31、 B 09803821-0980345 0381mPas进料板液相平均粘度的计算由 查得 LFM XFA 1-XF B塔底液相平均粘度的计算 由 查得 LWM XWA 1-XW B 00102841-0010218 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

32、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Dm03050508081616242440板间距HTmm200300250350300450350600400600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 安定区宽度确定溢流堰前安定区宽度为 进口堰后

33、安定区宽度为 边缘区无效区宽度为 小塔 大塔取 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算即其中故 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tm1202平均压力PmkPa10623气相流量VS m3s0001974液相流量LSm3s03085实际塔板数306有效段高度Zm127塔径m108板间距m049开孔区面积m2027410筛孔直径m000511筛孔数目140712孔中心距m001513开孔率10114空塔气速ms0392co

34、m辅助设备设计com1塔附件设计进料管塔径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1504 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 5010com2筒体与封头筒体壁厚选6

35、mm所用材质为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 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的

36、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68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1200mmcom2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

37、线的距离釜液停留时间取5min取HB 14mcom3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

38、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2525的碳钢管管内流速取i 05mscom2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 0879kgm3定压比热容Cp0222kJkg 热导率0014Wm 粘度 02637mPas水密度i994kgm3定压比热容Cpi408kJkg 热导率 i0626W m粘度 i0725m Pascom3计算总传热系数1热流量 kJh 10112 KW2平均传热温差 tm1 t1-t2 t1t2 50-10 5010 tm1 24853冷却水用量 k

39、gh 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 290Wm2 污垢热阻Rsi 0000172 m2 WRso 0000344 m2 W管壁的导热系数 45W m2 2209Wm2 com4计算传热面积考虑15的面积裕度S 115com5工艺结构尺寸1管径和管内流速选用2525较高级冷拔热管碳钢取管内流速u 55ms2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 164 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 12525 312532横过管束中心数的管数 nc 1195壳体内径 采用多管程结构取管板利用率 07则壳体内径为D 105t圆整可取D 350mm6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 025350 875m故可取h 88mm取折流板间距B 03D则 B