脂肪酸双塔连续真空精馏工艺及装备技术设计概要Word格式文档下载.docx

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加热器E2

U型管板式

壳程6barg

管程10barg

壳程250度

管程300度

壳程ss317

管子/管板ss317

封头CS

降膜再沸器E3

壳程10barg

管程-1barg

壳程300度

管程275度

管板/封头ss317

管子C15

降膜再沸器E4

液体分布器1.4435

精馏塔全凝蒸汽发生器E8

壳程180度

管程250度

管板ss316L.2.5%M0

蒸馏塔全凝蒸汽发生器E9

精馏最后冷凝器E11

壳程-1barg

管程100度

壳程ss316

蒸馏最后冷凝器E12

重馏分冷凝器E13

换热器E15

管程200度

换热器E16

壳程200度

管程180度

棕榈酸换热器E17

管程150度

棕榈酸冷却器E19

板式

设计温度180度

设计压力10barg

板ss316

垫圈克格林或相当于该材料

油酸冷却器E20

循环水冷却器E30

板ss304

垫圈NBR

蒸汽喷射冷凝器E50

壳程150度

蒸汽喷射冷凝器E51

油酸暂存罐F1

设计温度250度

重馏分暂存罐F2

沥青残渣暂存罐F3

蒸馏塔前馏暂存罐F4

循环水箱F5

设计压力0barg

设计温度70度

材质CS

喷射泵水封池F6

设计温度100度

材质ss304

离心泵G2

离心型

单端面机械密封

带电机

精馏再沸循环泵G3

离心/屏蔽型

材质ss316L

蒸馏再沸循环泵G5

棕榈酸输出泵G8

油酸输出泵G9

管道循环泵G10

材质Cl

管道循环泵G11

沥青残渣输出泵G12

蒸馏前馏输出泵G13

重馏分输出泵G14

导热油循环泵G20

离心型带机械密封

材质GGG40

导热油循环泵G21

导热油循环泵G22

导热油循环泵G23

工艺水循环泵G30

蒸汽喷射泵G50

材质

喷射泵体ss316

喷嘴ss

蒸汽喷射泵G51

蒸汽喷射泵G52

D1-----黑脂酸真空脱水脱气脱低沸罐

流量10000kg/h脱低沸温度140---160度真空度700---720mmHg

罐体材料316L规整填料317L丝网填料317L

进料初始温度连续水解闪蒸进入为120度，贮罐进入为50度

需求的热量分别为

Qa=10000x0.6x[160-120]=360000kcal/h

Qb=10000x0.6x[160-50]=660000kcal/h

水解闪蒸进入可节约蒸汽=[660000-360000]/550=545kg/h

D2-----棉豆油脂肪酸脱轻馏分精馏塔

流量10000kg/h进料温度220度填顶真空度10mmHg塔底真空度16mmHg

塔顶温度200度左右塔底温度238度左右回流比为1:

4---6

罐体材料316L规整填料C15塔内辅件317L

棉油黑脂酸棕榈酸的采出量为2500kg/h

Q棉棕榈酸全凝=2500x4x86=860000kcal/h

豆油黑脂酸棕榈酸的采出量为1500kg/h

Q豆棕榈酸全凝=1500x6x86=774000kcal/h

D4-----葵菜油脂肪酸棉豆油酸蒸馏塔

进料流量葵菜黑脂酸10000kg/h豆粗油酸8500kg/h棉粗油酸7500kg/h得到葵菜油酸8500kg/h棉油酸5500kg/h豆油酸6500kg/h

进料温度238度填顶真空度4mmHg塔底真空度6mmHg（800Pa）

塔顶温度200度左右塔底温度240度左右

油酸采出温度220度油酸采出量

葵菜油酸为8500kg/h左右

Q葵菜油酸全凝=8500x80=680000kcal/h

棉油酸为5500kg/h

Q棉油酸全凝=5500x80=440000kcal/h

豆油酸为6500kg/h

Q豆油酸全凝=6500x80=520000kcal/h

D5-----中央循环管再沸蒸馏釜

进料流量葵菜油酸粗沥青1500kg/h棉油酸粗沥青2000kg/h

豆油酸粗沥青2000kg/h进料温度240度出料温度2245度

釜内真空度2mmHg加热面积20m2

罐体材料316L列管材料C15管板材料317L

沥青残渣采出量料温从260度降到150度，贡献热量

棉沥青1600kg/h

Q棉沥青=1600x0.75x[245-150]=114000kcal/h

可产生蒸汽=114000/550=207kg/h软水进水温度95度

豆沥青1300kg/h

Q豆沥青=1300x0.75x[245-150]=92635kcal/h

可产生蒸汽=92625/550=168kg/h

葵菜沥青1000kg/h

Q葵菜=1000x0.75x[245-150]=71250kcal/h

可产生蒸汽=71250/550=130kg/h

采用短程蒸馏（配12m2）

Q豆油酸=（2000-1300）x80=56000kcal/h（700kg/h豆油酸返回蒸馏塔）

E1------黑脂酸回收过热蒸汽换热器

过热蒸汽温度为180度黑脂酸进口温度为120度出口温度为160度

需求的热量=10000x0.6x[160-120]=360000kcal/h

耗用蒸汽=360000/550=655kg/h

采用多管程加热，换热面积60m2管程材料316L壳程材料A3

E2------精馏塔进料导热油循环换热器

黑脂酸进口温度为170度出口温度为220度

需求的热量=10000x0.7x[220-170]=350000kcal/h

280度导热油的密度800kg/m3比热0.8进出温差20度

导热油量=350000/0.8x20x800=27.3m3/h

导热油的速度取2m/s

导热油进口管径D2=27.3/3600x0.785x2=0.000483m2

D=0.07m=75mm实际取进出口管径为Dn75mm

采用浮头式换热器，导热油走管程，黑脂酸走壳程。

换热面积60m2管程材料316L壳程材料316L

E3------精馏塔降膜再沸导热油循环换热器

Q总=Q温升+Q全凝+Q散热

Q温升=10000x0.75x[238-220]=135000kcal/h

Q全凝mix=1500x4x86=516000kcal/h

Q散热=200m2x500kcal/h.m2=100000kcal/h

Q总=751000kcal/h

传热糸数k取150平均温度差取35换热面积为180m2

Q=150x180x35=945000kcal/h大于实际Q总=751000kcal/h满足工艺条件

采用降膜蒸发形式蒸发管材料C15管板材料317L分布器材料317L

蒸发管通径为57x3mm管长为3000mm三角形排列管数为379根D1500mm

料液采用三级分布导热油恒温再沸控制糸统

导热油量=1400000/0.8x20x800=109.3m3/h

导热油进口管径D2=109.3/3600x0.785x2=0.0193m2

D=0.14m=150mm实际取进出口管径为Dn150mm

E4------蒸馏塔降膜再沸导热油循环换热器

Q全凝mix=8500x80=680000kcal/h

Q散热=150m2x1000kcal/h.m2=150000kcal/h

Q总=965000kcal/h

传热糸数k取150平均温度差取35换热面积为200m2

Q=150x200x35=1050000kcal/h大于实际Q总=965000kcal/h满足工艺条件

导热油量=1000000/0.8x20x800=78.1m3/h

导热油进口管径D2=78.1/3600x0.785x2=0.0138m2

D=0.118m=150mm实际取进出口管径为Dn150mm

E8------精馏塔全凝过热蒸汽发生器

Q全凝mix=2500x4x86=860000kcal/h

传热糸数k取200平均温度差取50

F=860000/200x50=86m2

采用列管全凝形式蒸发管通径为57x3mm管长为1500mm蒸发管材料SUS317j1管板材料SUS317j1三角形排列管数为580根D2100mm

实际换热面积=0.05x3.14x1.5x580=137m2大于86m2满足工艺条件

Q豆最小蒸汽量=1500x6x86/550=1407kg/h

Q棉最大蒸汽量=2500x4x86/550=1563kg/h

95度工艺软水的需求量在1400----1600kg/h

E9------蒸馏塔全凝过热蒸汽发生器

F=680000/200x50=68m2

实际换热面积=0.05x3.14x1.5x580=137m2大于68m2满足工艺条件

Q棉最小蒸汽量=5500x80/550=800kg/h

Q葵最大蒸汽量=8500x80/550=1236kg/h

Q豆蒸汽量=6500x80/550=945kg/h

95度工艺软水的需求量在850----1300kg/h

E11----精馏塔最后热水循环冷凝冷却器

采用列管冷凝冷却形式，汽体走壳程，热水循环走管程，恒温操作控制糸统

换热面积为40m2换热管径25x2.5管长为2000mm壳程进出管径为300mm换热管材料316L管板材料316L常温工艺软水输入，60度输出,输入量1000kg/h时。

吸收热能Q=1000x1x[60-25]=35000kcal/h

可冷凝棕榈酸35000/86=407kg/h

采用列管全凝形式蒸发管通径为57x3mm管长为1500mm蒸发管材料SUS317j1管板材料SUS317j1三角形排列管数为200根D1200mm

实际换热面积=0.05x3.14x1.5x200=47m2

真空管径=400mm

E12----蒸馏塔最后热水循环冷凝冷却器

换热面积为40m2换热管径25x2.5管长为2000mm壳程进出管径为300mm换热管材料316L管板材料316L常温工艺软水输入，60度输出,输入量1000kg/h时。

可冷凝油酸-35000/80=437.5kg/h

E13----中央循环管再沸蒸馏釜热水循环冷凝冷却器

换热面积为20m2换热管径25x2.5管长为2000mm壳程进出管径为200mm

60度工艺软水输入，95度输出,输入量2000kg/h时。

吸收热能Q=2000x1x[95-60]=70000kcal/h

可冷凝重馏酸=70000/80=875kg/h

E15----油酸与脱低沸黑脂酸换热器｛第一冷却器｝

采用浮头式换热器，油酸走壳程，黑脂酸走管程。

一级换热可提供能量

Qmin=5500x0.75x[220-160]=247500kcal/h

节约蒸汽=247500/550=450kg/h

Qmix=8500x0.75x[220-160]=382500kcal/h

节约蒸汽=382500/550=695kg/h

E16----油酸与进料黑脂酸换热器｛第二冷却器｝

二级热可提供能量

Qmin=5500x0.70x[160-120]=154000kcal/h

节约蒸汽=154000/550=280kg/h

Qmix=8500x0.70x[160-120]=238000kcal/h

节约蒸汽=238000/550=433kg/h

E17----棕榈酸与脱低沸器黑脂酸换热｛第一冷却器｝

采用切片成型该设备可省略

棕榈酸冷却可提供能量

Qmin=1500x0.7x[180-100]=84000kcal/h

节约蒸汽=84000/550=153kg/h

Qmix=2500x0.7x[180-100]=140000kcal/h

节约蒸汽=140000/550=255kg/h

E19----棕榈酸板式换热第二冷却器

采用切片成型工艺该设备可省略

E20----油酸板式换热第三冷却器

保证油酸出口温度低于60度

最大流量为8500kg/h进入温度120度

Qmix=8500x0.6x[120-60]=306000kcal/h

F=306000/500x10=61.2m2取板式换热器面积为80m2

材料316L工艺循环冷却水进入温度为35度，出口温度为45度

需要循环冷却水量=306000/1x10=30600kg/h=31T/h

E30----工艺循环水板式换热冷却器

采用凉水塔散热省略该设备

E50----蒸汽喷射泵第一冷凝冷却器

由蒸汽喷射泵供应商提供配套

E51----蒸汽喷射泵第二冷凝冷却器

F1------油酸暂存贮罐

罐体材料316L罐体容积2m3

F2------重馏分暂存贮罐

重馏分返回蒸馏塔复蒸，可省略该设备。

F3------残渣沥青暂存贮罐

沥青残渣采用液封重力位差排放，暂存贮罐材料为316L容积为0.5m3

F4------油酸低沸物暂存贮罐

精馏塔开启状态下，返回精馏塔复蒸。

精馏塔不开启状态下，进入暂存贮罐。

暂存贮罐材料为316L容积为2m3

F5------工艺循环水贮罐

采用凉水塔散热配套用循环水池，可省略该设备。

F6------大气冷凝腿水封池

根据蒸汽喷射泵配套要求施工。

G2------黑脂酸稳流计量进料泵

C15材质变频离心泵流量15000kg/h扬程40m

G3-----精馏塔降膜再沸循环屏蔽电泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量160000kg/h扬程20m

G5-----蒸馏塔降膜再沸循环屏蔽电泵

G8----棕榈酸输出屏蔽电泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量6000kg/h扬程50m

G9-----油酸输出屏蔽电泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量17000kg/h扬程45m

G10----精馏塔最后冷凝冷却器热水循环泵

采用不锈钢管道热水循环泵，流量10000kg/h扬程20m

G11----蒸馏塔最后冷凝冷却器热水循环泵

G12----残渣沥青输出泵

沥青残渣采用液封重力位差排放可省略该设备

G13----蒸馏塔前馏分输出泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量2000kg/h扬程45m

G14----重馏分输出泵

G20----精馏塔进料加热恒温导热油循环泵

280度导热油的密度800kg/m3比热0.8平均温差45度

实际流量w=350000/0.8x45x800=12.15m3/h

选择导热油循环泵流量为50m3/h

G回流-----精馏塔顶回流循环泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量17000kg/h扬程65m

G塔底-----精馏塔底出料泵

大连蒂国316L屏蔽电泵流量12000kg/h扬程26m

G21----精馏塔降膜再沸恒温导热油循环泵

Q总=1015000kcal/h

280度导热油的密度800kg/m3比热0.8平均温差20度

实际流量w=1015000/0.8x20x800=79.3m3/h

选择导热油循环泵流量为150m3/h

G22----蒸馏塔降膜再沸恒温导热油循环泵

280度导热油的密度800kg/m3比热0.8平均温差15度

实际流量w=965000/0.8x15x800=100.5m3/h

G30----工艺循环水泵

根据工艺总循环水量配套

G50----精馏塔蒸汽喷射泵（德国Koting三级蒸汽真空泵）

三级蒸汽喷射泵ZP（40/400）型，蒸汽耗量800kg/h吸气口径400mm

根据精馏塔的不凝性气体量配套

G51----蒸馏塔蒸汽喷射泵（德国Koting四级蒸汽真空泵）

四级蒸汽喷射泵ZP（10/80）型，蒸汽耗量800kg/h吸气口径400mm

四级蒸汽喷射泵ZP（60/100）型，蒸汽耗量3310kg/h（永林目前配制）

根据蒸馏塔的不凝性气体量配套

G52----真空糸统前二级蒸汽喷射泵（德国Koting二级蒸汽真空泵）

二级蒸汽喷射泵ZP（35/55）型，蒸汽耗量240kg/h

根据脱低沸的不凝性气体量和可凝性气体量+精馏塔的不凝性气体量和可凝性气体量+蒸馏塔的不凝性气体量和可凝性气体量确定真空泵的负荷。

脂肪酸精馏塔径和进料流量与再沸器换热面积和循环流量的关系

塔径mm进料流量kg/h再沸器面积m2循环泵流量m3/h

1000mm1200kg/h30m225m3/h

1200mm1800kg/h46m225m3/h

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