地沟油加氢催化裂解法生产生物柴油工厂设计

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目 录

前言 设计任务书

1项目可行性研究·················································4 1.1项目简介·····················································4 1.2产品的用途和市场前景研究分析·································5 1.3工艺方案选择及论证···········································6 1.4主要技术经济指标分析·········································8 2工艺流程设计及化工计算·········································10 2.1绘制带控制点工艺流程图·······································10 2.2编制物料平衡计算书···········································10 2.3编制热量平衡计算书···········································12 3设备选型及典型设备设计·········································16 3.1精馏塔工艺设计计算说明书·····································16 3.2换热器工艺设计计算说明书·····································30 3.3设备一览表···················································37 4车间设备布置图·················································38 4.1设计原理·····················································38 4.2设备布置图内容···············································38 4.3绘图方法与步骤···············································39 4.4设备布置图的标注·············································39 5工厂总平面布置设计··············································41 5.1总平面设计的原则··············································41 5.2设计思路说明··················································41 参考文献 附图及心得

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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375~625万吨。

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。

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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88mgKOH/g。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 35.19% 亚油酸 32.04% 亚麻酸 3.42% 其他 5.66% 质量分数 16.14% 7.55% 2.产品组成： 组成 汽油 含量 燃料气（含CO2） 富气 粗汽油 轻柴油 25% 5% 20% 25% 15% 5% 5% 柴油 重柴油 油浆 焦炭 未转化油 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<0.002，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。

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1 项目可行性研究

1.1 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。 1.1.1当前利用情况

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。

废弃油脂是近期可依赖的重要资源，棕榈油作为补充原料,而中国食用油需要大量进口，因此菜籽油、棉籽油以及大豆油不可能作为生物柴油的原料［1］。

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375~625万吨。

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［2］。 1.1.2产品研发价值方向

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

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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。 1.1.3厂址选择

选择武汉市郊区为厂址，原因如下：

（1）产量多。目前武汉市一天的泔水产量在2500吨左右，全年的泔水产量约80～90万吨，这些泔水可产8万吨地沟油。

（2）交通便利。由于武汉作为华中地区的交通和运输枢纽，这就给地沟油的流通创造了有利的条件。目前，湖北省内的地沟油大多数都由省内各市集中到武汉，再由武汉统一往其它省市发货。

泔水产量主要来源于营业面积在80－200㎡（含）、200－800㎡（含）、800－5000㎡三个档次的餐饮企业，它们提供的泔水日产量占到武汉市所有餐饮企业日泔水产量总额的比例分别为31.86%、26.36%、30.76% ，合计达到88.98%。

根据调查，武汉市的餐饮企业普遍不关心它们的泔水流向问题，有相当部分的前台经理根本就不知道自己餐馆的泔水情况，让厨房自行处理。大部分连锁餐饮企业各分店的泔水由各店自行处理，如三国英雄、三镇民生甜食馆等；也有连锁餐饮企业总店统一管理的，如亢龙太子等。只要泔水转运人员能够及时帮餐饮企业运走泔水，处理价格弹性很大。

1.2产品的用途和市场前景研究分析

我国生物柴油工业生产比国外晚几年，在2001年之后才陆续有工业装置投产，这主要包括海南正和、福建卓越、四川古衫等，都建立1～2万吨/年左右的生物柴油厂，原料基本都是采用地沟油、酸化油等。

技术上，中石化开发的生物柴油生产技术在石家庄完成中试，并即将工业应用；中石油在南充建立研发基地，大力研究生物柴油，并将建立中试装置；中海油也在积极运作，与各方联系、合作。

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

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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。

1.3工艺方案选择及论证

工艺流程图：

静置沉淀 过滤 多管换热 真空脱水脱臭 催化反应 气液分离 精馏

a.原料预处理

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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（1~4），通过在贮存,罐2中经120~140h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（5~11）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 2C/β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 280、320℃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]。

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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 2.2 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 12.7cm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，C15~C18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。

1.4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

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影响。目前，废弃油脂收购价已涨至4200~4600／ 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360~560元／吨，估计到厂价在4560~4760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。

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2 工艺流程设计及化工计算

2.1带控制点工艺流程图（附图一）

2.2物料计算

本项目拟定年生产能力10万吨，需废油脂11.2万吨，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。 2.2.1基本条件 反应式： RCH2COOH

H2

RCH3+CO2

废油脂密度0.8g/cm3 氢气密度0.9g/L 氢油比：1000:1， 即每日需氢气量为

350t×1000÷0.8kg/L×1000×0.9g/L=4.375×105 m3 ×0.9g/L =393.75t 催化剂Mo2Cβ—沸石的量：占原料用量2.6%，为350×2.6%=9.1t 2.2.2反应前主要成分 处理后原料油主要成分有：

棕榈酸(十六烷酸) 16.14%×350t=56.49t

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硬脂酸（十八烷酸） 7.55%×350t=26.425t

油酸（十八碳-顺-9-烯酸） 35.19% ×350t=123.165t 亚油酸（十八碳-顺-9-烯酸） 32.04%×350t=112.14t 亚麻酸（十八碳-9，12-二烯酸） 3.42%×350t=11.97t 其他 5.66%×350t=19.81t 2.2.3进入反应器 组成 棕榈酸 硬脂酸 油酸 亚油酸 亚麻酸 其他物质 含量 16.14% 7.55% 35.19% 32.04% 3.42% 5.66% 质量/t 56.49 26.425 123.165 112.14 11.97 19.81 相对分子质量 256.43 284.48 282.47 280.45 278.44 物质的量/mol 220294.0374 92888.77953 436028.6048 399857.3721 42989.513 氢气消耗量/mol 220294.037 92888.7795 872057.21 1599429.49 257937.078 产物质量/t 39.74765 19.36545 90.02683 81.75084 8.702797 19.81 计算出日总氢气消耗量为3042606.593mol=6.085213t，为0.25355t/h。 故氢气日循环量为16.4-0.25355=16.14645t/h，为98.45%

得到的二氧化碳量为52.45t，故进入低压分离器产物总质量为259.4036t+52.45t=311.854t

故回流的氢气及其他物质为 350t-311.854 2.2.4进入低压反应器后 最后产物主要有：

组成 燃料气 汽油 （含CO2） 富气 粗汽油 柴油 轻柴油 重柴油 油浆 未转化油 焦炭 含量 25% 5% 20% 25% 15% 5% 5% - 11 -

质量/t 78.75 15.75 60.00 78.75 47.25 15.75 15.75 福建农林大学本科毕业设计说明书

2.2.5单位产品消耗

消耗指标 序号 名称 单位 1 2 3 废油脂 氢气 催化剂 t/h t/h kg/h 指标 14.6 16.4 379.2 纯氢气 Mo2Cβ—沸石 备注 主要原辅材料消耗情况一览表

年需用量 序号 名称 单位 1 2 3 废油脂 氢气 催化剂 万t 万t t 数量 11.2 12.6 2912 Mo2Cβ—沸石 备注 2.3热量计算

2.3.1已知数据

1、生产中以25OC为基准温度

2、原料预处理量为350t/d，即为14.58t/h.查得，废油比热容为2.30KJ/(kg·OC),取原料油密度0.8×10 kg／m3，

3、水热容4.18kJ／(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7.243 KJ/(kg·OC) 5、气态二氧化碳比热容为5.904KJ／(Kg·OC) 2.3.2计算过程

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（1） 由生产能力和工艺要求可知，混合的反应物中原料油为14.58t/h.，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=16.15×1000×20%+（16.4-16.15）=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 =14.58×1000×2.30×(170-25)=4862.43MJ Q需氢1= m2C2Δt1 =3480×7.243×(170-25)=3654.8178MJ Q需1=4862.43+3654.8178=8517.2478MJ

（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

=14.58×1000×2.30×（280-170）+3480×7.243×（280-170） =6461.36MJ

（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16.15t/h。

Q需油3=m1C1Δt3 =14.58×1000×2.30×(400-280)=4024.08MJ Q需氢3= m2C2Δt3 =3480×7.243×(400-280)=3024.677MJ

Q氢3= m3C2Δt3 =(16.15×80%)×1000×7.243×(400-280)=11229.547MJ

反应器所需提供的总热量为Q需3 =4024.08+3024.677+11229.547 =18278.304 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52.45t，氢气量为16.14t，生成油259.40t），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 =16.4

带入数据，得：

259.40×103×2.30×(400-t)+ 16.14×103×7.243×(400-t)+ 52.45×103×5.904×(400-t)= 8517.2478×103 求得：t=391.7 OC

(5)第一台冷凝器，物料进去的温度为391.7 OC，出来的温度为45 OC，所需带走的热量为Q需5=Q需油5+Q需氢5+Q需C 5

= m油C1Δt5 + m氢C2Δt5+ m CO2C3Δt5

=259.40×103×2.30×(391.7 -45)+ 16.14×103×7.243×(391.7 -45)+ 52.45×103

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×5.904×(391.7 -45)=354738.8636MJ

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= 354738.8636×103÷4.18÷(40-25)=5657.7×103 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=311.854-78.75=233.104t，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31.5t，温度为120℃；轻柴油78.75t，温度为90℃；重柴油47.25t，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：

233.104×103×2.30×（t6-40）=31.5×103×2.30×（120-25）+78.75×103×2.30×（90-25）+47.25×103×2.30×（190-25） 求得t6=111.3 ℃

（7）对于分馏加热炉，物料进去的温度为111.3 OC，出来的温度为120 OC，因此需要的热量Q7= MCΔt7=233.104×103×2.30×（120-111.3）=4664.41MJ 2.3.3能量衡算表 设备 入口物料入口温出口物料出口温设备内 （/h） 度（OC） （/h） 同入口处 度（OC） 170 交换热换热器内管 原料油14.58t 25 一 氢气3480kg 外管 CO252.45t 氢气16.14t 油259.40t 加氢加热炉一 原料油14.58t 170 氢气3480kg 反应器 原料油14.58t 280 氢气16.4t 400 8517.2478MJ 同入口处 391.7 同入口处 280 提供热量6461.36MJ CO252.45t 氢气16.14t 油259.40t 400 温度400OC, 压强7.85 Mpa， 液时空速 0. 5 h- 1， - 14 -

福建农林大学本科毕业设计说明书 氢油体积比 1000 冷凝器 CO252.45t 氢气16.14t 油259.40t 391.7 同入口处 45 带走热量354738.8636MJ，用水5657.7×103 kg 高压分离器 CO252.45t 氢气16.14t 油259.40t 温度45OC, 压强8.0 Mpa 低压分离器 CO252.45t 油259.40t 温度40OC, 压强2.5 Mpa 换热器内管 油259.40t 二 40 同入口处 111.3 25 外管 轻柴油78.75t,90 OC;重 柴油47.25t,190 OC,未反应油31.5t，120 OC 分馏加热炉 分馏塔 油259.40t 油259.40t 111.3 120 同入口处 120 供热4664.41MJ 塔顶温度70 OC，塔底温度120 OC，压强0.3MP 塔顶：燃料 气、富气、粗汽油；塔底：油浆、焦炭 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0.8MP

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3 设备选型及典型设备设计

3.1精馏塔工艺设计计算说明书

3.1.1设计任务

1设计题目：辛烷-十六烷体系板精馏塔设计 2已知条件：5500kg/h(原料)，xF=20%，

xD≥95%，xW≤2%， 单板压降≤0.7kPa

3设计要求

（1） 能满足工艺条件，达到指定的产量和质量。 （2） 操作平稳，易于调节。 （3） 经济合理 （4） 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。 3.1.2设计方案选定 3.1.2.1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。 3.1.2.2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。 3.1.2.3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。 3.1.2.4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。 3.1.2.5回流比的选择 最经济型。

- 16 -

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3.1.2.6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。 3.1.3精馏塔工艺计算 3.1.3.1 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=114kg/kmol 十六烷的摩尔质量 MB=226kg/kmol 原料液 xF=0.2 塔顶 xD=0.98

塔底 xW=0. 01

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.2?114?(1?0.2)?226?203.6kg/kmolMD?0.98?114?(1?0.98)?226?116.24kg/kmolMw?0.01?114?(1?0.01)?226?224.88kg/kmol

（3）物料衡算 原料处理

F?GM?55006?27.0kmo/lh F203. 总物料衡算F=D+W=27

辛烷的物料衡算 27?0.2?0.98D?0.01W 联立解得 D=5.29kmol/h， W=21.71kmol/h。 3.1.4塔板数的确定

3.1.4.1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125.7℃，十六烷的沸点为286.8 ℃。当温度为125.7℃时，lgPA°?6.10322?1480.34125.7?246.12 - 17 -

? PA°?132.40KPa

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lgPB°?5.76242?1457.4 ? PB°?55.52KPa

125.7?237.02?PA?1???2.38

PB当温度为286.8℃时，lgPA°?5.23827?1452.05 ? PA°?225.40KPa

286.8?228.101640.46? PB°?104.27KPa 286.8?227.23 lgPB°?5.20955??PA?2???2..16

PB 平均挥发度 ???1??2?2.16?2.38?2.26 ② 最小回流比及操作回流比计算 因 q?1，故 xe=xF=0.

axe2.26?0.20??0.36

1?(a?1)xe1?(2.26?1)?0.20代入相平衡方程 ye =

Rmin =

xD?xe0.98?0.20??4.875

ye?xe0.36?0.20取操作回流比 R=1.1Rmin=1.19* 4.875 =5.8 ③ 逐板法求塔板数

yy (a)

2.26?1.26y则相平衡方程 x???(??1)y?精馏段操作线方程 y?Rxx?D?0.853x?0.144 (b) R?1R?1塔釜气相回流比R?

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R??(R?1)xF?xWx?xW?(q?1)D?(5.8?1)?(0.2?0.01)/(0.98?0.20)?0?1.66提馏段

xD?xFxD?xFxR'?1x?W?1.60x?0.006 (c) R'R'操作线方程 y?操作线交点横坐标 xd?(R?1)xF?(q?1)xD(5.8?1)?0.20?0??0.20

R?q5.8?1理论板数计算：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程(b)计算如下：

y1?0.98?xd?x1?0.956y2?0.959?x2?0.912y3?0.922?x3?0.839y4?0.860?x4?0.731y5?0.768?x5?0.594y6?0.651?x6?0.452y7?0.530?x7?0.333y8?0.428?x8?0.249y9?0.356?x9?0.197?xd?0.20故第9块板为y加料板。在交替使用方程（a）与（c）计算如下：x9?0.197y10?0.309?x10?0.165y11?0.258?x11?0.133y12?0.207?x12?0.104y13?0.160?x13?0.078y14?0.119?x14?0.056y15?0.0836?x15?0.0388y16?0.0561?x16?0.0256y17?0.0350?x17?0.01579y18?0.01926?x18?0.0086?xw?0.01

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。 3.1.4.2实际板层数的求取 ①确定温度操作

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进料tF=130℃，塔顶tD=110℃，塔釜tW=170℃ 塔底与塔釜平均温度：

tW?tD170?110??140?C 22查液体粘度图:辛烷黏度?a=0.32cP,十六烷黏度?b=0.24cP, 则混合液粘度

uav??uixi?0.20?0.32?0.24?(1?0.20)?0.256mPa?s ②效率

由 aμav=2.26*0.256=0.579mPaS

E=0.49( aμav )-0.245 =0.56

对于筛板，查表知效率的相对值为1.1，故 ET=0.56*1.1=0.62 ③实际塔板数

精馏段实际板层数 N精= 8/0.62=12.903≈13 提馏段实际板层数 N提=10/0.62=16.129≈17

总的塔板数 Ne=13+17=30层

3.1.5精馏塔有关物性数据的计算 3.1.5.1操作压力计算 塔顶操作压力PD?101.3KPa 每层塔板压降取?p?0.7KPa

则进料板压力PF=101.3+0.7?14=111.1KPa； 塔底操作压力P.3?0.7?30?122.3KPa W?101精馏段的平均压力： 111.1?101.3Pm??106.2KPa

2提馏段的平均压力：

111.1?122.3Pm'??116.7KPa

23.1.5.2操作温度计算 由前面计算结果如下： 塔底温度：tW=170?C

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塔顶温度：tD=110?C 进料温度：tF=130?C

精馏段平均温度：tm1??130?110?/2?120℃ 提馏段平均温度：tm2??170?130?/2?150℃ 3.1.5.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.98，由相平衡关系得：x1=0.956

MVDm?xD?MA?(1?xD)?MB

（1?0.98）?226 ?0.98?114? ?116.24kg/kmol

MLDm?x1?MA?(1?x1)?MB

（1?0.956）?226 ?0.956?114? ?118.93kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由相平衡关系得 ：x9=0.2时，y9=0.361

MVFM=y9×MA+（1-y9）×MB

?0.361?114?(1?0.361)?226

?185.57kg/kmolMLFM=x9×MA+(1-x9)×MB

?0.2?114?(1?0.2)?226 ?203.60kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算

xw?0.01由相平衡得yw?0.0223

Mvwm=0.0223?114+(1-0.0223)?226=223.50Kg/Kmol MLwm=0.01?114+(1-0.01)?226=224.88Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量：

MVM1?(116.24?185.57)/2?150.90kg/kmol MLM1?(118.93?203.60)/2?161.27kg/kmol 提馏段平均摩尔质量

MVm??(185.57?223.50)/2?204.54kg/kmol

MLm??(203.60?224.88)/2?214.24kg/kmol3.1.5.4平均密度的计算

- 21 -

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①气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即：

精馏段

tm1??110?130?/2?120℃

?Vm1?Pm?MVm106.2?150.90??4.903kg/m3

RTm8.314?(120?273.15)提馏段

tm2??130?170?/2?150℃

?Vm2?Pm?MVm116.7?204.54??6.785kg/m3

RTm8.314?(150?273.15)②液相平均密度计算：

液相平均密度依下式计算，即 1/?lm??ai塔顶液相平均密度的计算

由 tD?110?C，查表得：?A?675.3kg/m3 ?B?740.3kg/m3

0.956?114?0.916 aA=

0.956?114?0.044?2261?680.3kg/m3 ?LDM?0.916/675.3?0.084/740.3 进料板液相平均密度的计算：

由 tF?130?C，查表得：?A?665.8kg/m3 ?B?731.4kg/m3进料板液相的质量分数

0.2?114?0.112 aA=

0.2?114?0.8?2261?723.4kg/m3 ?LFM=

0.112/665.8?0.888/731.4塔底液相平均密度的计算：

由tW?150℃ 查表得：?A?658.0kg/m3?B?724.5kg/m

0.01?114?0.0051 aA=

0.01?114?0.99?2261???724.1kg/m3 LWM0.0051/658.0?0.9949/724.5精馏段液相平均密度为：

3?i

?LM1???LFM??LDM?/2??723.4?680.3?/2?701.85kg/m3提馏段液相平均密度为：

?LM2???LFM??LWM?/2??723.4?724.1?/2?723.75kg/m3

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3.1.5.5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 tD?110?C由液体粘度共线图得：

?A?0.382mpa?s ?B?0.345mpa?s

μLDM =XDμA +(1-XD)μB

=0.98×0.382+（1-0.98）×0.345=0.381mPas 进料板液相平均粘度的计算

由 tF?130?C 查得: ?A?0.338mpa?s ?B?0.265mpa?s μ

LFM

=XFμA +(1-XF)μB

?0.2?　0.338?(1?0.2)?0.265?0.280mPas

塔底液相平均粘度的计算

由 tw?170?C查得:?A?0.284mpa?s ?B?0.218mpa?s

μLWM =XWμA +(1-XW)μB

=0.01×0.284+（1-0.01）×0.218=0.244mPas 精馏段液相平均粘度为：

0.381?0.280?Lm?(?LDM??LFM)/2??0.331mpa?s

2提馏段液相平均粘度为：

0.280?0.244?Lm?(?LWM??LFM)/2??0.262mpa?s

23.1.6精馏塔的塔体工艺尺寸设计 3.1.6.1塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为 Vs1?VMVM1(5.8?1)*5.29*150.90??0.308m3/s

3600?VM13600?4.903Ls1?LMLM15.8*5.29*161.27??0.00196m3/s3600?LM13600?701.85

提馏段的气、液相体积流率为

V'MVM26.8*5.29*204.54Vs2???0.301m3/s

3600?VM23600?1.6.785 - 23 -

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L'MLM2(L?F)*214.24Ls2???0.00401m3/s

3600?LM23600?723.75由 umax?C????LVV

由下式计算c20由史密斯关联图查取： 精馏段： 图的横坐标为：

Ls1?L11/20.00196?3600701.851/2()?()?0.076Vs1?v10.308?36004.903

取板间距 HT?0.4m 板上液层高度 hL?0.06m，则

HT?hL?0.4?0.06?0.34m

查图得 C20?0.070

?30.20.2C1?C20(L1)0.2?0.070?()?0.076

2020u1,max?C?L1??V1?V1 -

?0.076701.85?4.903?0.906m/s

4.903取安全系数为0.6，则空塔气速为：

u1?0.7u1,max?0.6?0.906?0.544m/s

D1?4Vs14?0.308??0.849m ?u13.14?0.544按标准塔径圆整后为D1=1.0m

?23.14?1.02?0.785m2 塔截面积为 AT1?D1?44精馏段实际空塔气速为 u1?提馏段： 图的横坐标为：

VS10.308??0.392m/sAT10.785

- 24 -

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取板间距 HT?0.4m 板上液层高度 hL?0.06m，则

Ls2?L21/20.0041?3600723.751/2()??()?0.138Vs2?v20.301?36006.785HT?hL?0.4?0.06?0.34m 查图得 C20?0.072

C2?C20(?L220)0.2?0.072?(41.570.2)?0.083 20u2,max?C2?L2??V2?V2

?0.083723.75?6.785?0.853m/s6.785

取安全系数为0.7，则空塔气速为：

u2?0.7u2,max?0.65?0.853?0.554m/s

D2?4Vs24?0.301??0.832m/s ?u23.14?0.554按标准塔径圆整后为D2=1.0m

?23.14?1.02?0.785m2 塔截面积为 AT2?D2?44提馏段实际空塔气速为 u2?VS20.301??0.383m/s AT20.7853.1.6.2精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为：

Z精?（N精?1）HT?（13?1）?0.40?4.8m提馏段有效高度为：

Z提?（N提?1）HT?（17?1）?0.40?6.4m 在进料板上方开一手孔，其高度为0.8m。 故精馏塔的有效高度为：

Z?Z精?Z提?0.8?4.8?6.4?0.8?12m表6-1 塔板间距与塔径的关系 塔 径/D，m

0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 - 25 -

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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：

90?40?65?C 2管程流体的定型温度：

30?40?35?C T?2T?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＝879kg/m3

定压比热容 Cp0＝2.22kJ/kg℃ 热导率 λ0＝0.14W/m℃ 粘度 μ0＝2.637mPa﹒s 水

密度 ρi＝994kg/m3

定压比热容 Cpi＝4.08kJ/kg℃ 热导率 λi＝0.626W/ m℃ 粘度 μi＝0.725m Pa﹒s 3.2.2.3计算总传热系数

（1）热流量

Q0?m0cp0?T?3280?2.22?(90?40)?364000 kJ/h=101.12 KW （2）平均传热温差

?t1?90?40?50℃ ,?t2?40?30?10℃ △tm1=(△t1-△t2)/㏑(△t1/△t2)=(50-10)/㏑(50/10) △tm1 =24.85℃ （3）冷却水用量

wi?Q0364000??8921.57 (kg/h) cpi?t4.08?(40?30)（4）总传热系数K 管程传热系数 Re=

diui?i?i?0.02?0.5?994?136700

0.000725????0.8??ui?i?i?0.023???i??cp?i????i????0.4?0.40.6264.08?2.6175??13670?0.8?0.023??0.0200.626???2731W/m2??c

?? - 31 -

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壳程传热系数

假设壳程的传热系α=290W/（m2. ℃） 污垢热阻

Rsi =0.000172 m2. ℃/W Rso=0.000344 m2. ℃/W

管壁的导热系数λ=45W/( m2. ℃)

Ke?1dRdRd1(o?io?wo?Ro?)?idididm?o

=

10.0250.0250.0025?0.0251(?0.000172??0.000344?)2731?0.0200.02045?0.0225270=220.9W/（m2. ℃）

3.2.2.4计算传热面积

Q101.12?103S???18.42

K?tm220.9?24.85'考虑15%的面积裕度，S=1.15?S'?1.15?18.42?21.2m2 3.2.2.5工艺结构尺寸

（1）管径和管内流速

选用φ25×2.5较高级冷拔热管（碳钢），取管内流速u=5.5m/s （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=

V??24按单程管计算，所需的传热管长度为 L=

diu8921.57/(3600?994)?16（根）

0.785?0.022?5.5Ap?dons?21.2?16.9m

3.14?0.025?16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=

L16.9??4 l5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

- 32 -

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90?40?5

40?3040?30?0.167 P=

90?30R=

按单壳程，双管程结构温差校正系数应查有关图表得： ??t?0.9 平均传热温差

?tm???t?tm塑?0.9?24.85?22.36℃ （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=1.25d0，则

t=1.25×25=31.25≈32㎜ 横过管束中心数的管数 nc=1.19 （5）壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为：

D=1.05tNT/??1.05?3264/0.7?321.3mm 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=0.25×350=87.5m，故可取h=88mm

取折流板间距B=0.3D，则

B=0.3×350=105mm，可取B为150mm。 折流板数目NB=（7）接管

壳程流体进出口接管：取接管内油品流速u=1.0m/s,则接管内径为

传热管长5000?1??1?33

折流板间距150d?4V??u4?3280/?3600?879??0.036?m?

3.14?1.0取标准管径为40mm。

管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=1.5m/s,则接管内径为

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d?4?8921.57/?3600?994??0.046?m?

3.14?1.5取标准管径为50mm。 3.2.2.6换热器核算

（1）热流量核算 a.壳程表面传热系数 用克恩法计算 ?0?0.36?1deRe00.55Pr(13?0.14) ?w当量直径，由正三角形排列得：

4[de=

32?2t?do]24?0.02m ?do壳程流通截面积： so?BD(1?do0.025)?0.15?0.35(1?)?0.01148 t0.032壳程流体流速及其雷诺数分别为：

3280/(3600?879)uo??0.09m/s

0.011480.02?0.09?879Reo??600

0.002637普朗特数：

2.22?103?2637?10?6?41.8 Pr?0.14粘度校正 (?0.14)?1 ?w10.14?6000.55?41.83?295w/m2?K 0.02b.管程表面传热系数：

?o?0.36??i?0.023?idiRe0.8Pr0.4

管程流体流通截面积：

64Si?0.785?0.022??0.010048

2管程流体流速：

ui?8921.57/(3600?994)0.248m/s

0.010048 - 34 -

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Re?0.02?0.248?994/(0.725?10?3)?6800 普朗特数：

Pr?4.08?103?0.725?1030.626?4.73 ?.626.4i?0.023?00.02?68000.8?4.730?1560.37w/m2.k c.传热系数Ke：

Ke?1?207.8w/m2?k

(dod?RidoRd1??wo?Ro?)iididm?od.传热面积S

S?Q101120K?e?tm207.8?22.36?21.76m2

该换热器的实际传热面积为Sp

Ap??dolNT?3.14?0.025?5?64?25.12m2 该换热器的面积裕度为： H?Ap?Ac25.12?21.76A?c21.76?15.4%

传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 (2) 换热器内流体的流动阻力 a.管程流体阻力

??pt?(?pi??pr)NsNpFt

Ns?1 , Np?2 , Ft =1.5

?pl?u2?u21??id , ?p2?? i22由Re=6800，传热管对粗糙度0.005，查莫狄图得?i?0.032，u=0.248m/s,??994kg/m3,所以:

?p50.2482?9941?0.032?0.02?2244.5Pa

?p2???u2994?0.24822?3?2?91.7Pa - 35 -

流速

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??p1?(244.5?91.7)?2?1.5?1008.6Pa<10kPa 管程流体阻力在允许范围之内。

b.壳程阻力

''??po?(?P1??P2)FtNs

Ns=1,Ft=1

流体流经管束的阻力

?P?Ffonc(NB?1)'12?uo2

F=0.5

fo?5?600?0.228?1.163nc?10NB?33,uo?0.09879?0.092?P?0.5?1.163?10??33?1???703.8

2'1

流体流过折流板缺口的阻力

22B?uo?P?NB(3.5?)D2B?0.15mD?0.35m'2

22?0.15?879?0.09??P?33??3.5??310.5?Pa???0.35?2? '2总阻力

??P2'?203.8?310.5?1014.3?Pa??10kPa

壳程流动阻力也比较适宜。 c.换热器主要结构尺寸和计算结果

表3-9 换热器主要结构尺寸和计算结果

换热器型式：固定管板式 换热器面积（㎡）：25.12 工艺参数 名称 物料名称 管程 循环水 - 36 - 壳程 煤油 福建农林大学本科毕业设计说明书 操作压力，MPa 操作温度，℃ 流量，kg/h 流体密度，kg/m3 流速，m/s 传热量，kw 总传热系数，w/㎡·k 0.4 30/40 8921.57 994 0.248 101.12 207.8 0.8 90/40 3280 879 0.09 对流传热系数，w/㎡·k 1560.37 污垢系数，㎡·k/w 0.000172 阻力将，Pa 1008.6 程数 4 使用材料 碳钢 管子规格 Φ25?2 管数 64 管间距，mm 32 排列方式 折流挡板型式 上下 间距，mm 150 壳体内径，mm 350 保温层厚度，mm 项目 数据 项目 壳径D(DN) 500mm 管尺寸 管程数Np（N） 4 管长l（L） 管数n 144 管排列方式 中心排管数nc 13 管心距 管程流通面积Si 传热面积 0.0125 m2 295 0.000344 1014.3 1 碳钢 管长，mm 5000 正三角形 切口高度25% 数据 ￠ 25mmX2 4.5m 正三角形排列 32mm 49.7m2 3.3设备一览表

流程图上包含的设备主要有以下几种：压缩机，换热器，加热炉，加氢催化裂解固定床反应器，回流罐，高压分离器，低压分离器，分馏塔，汽提塔，离心泵，冷却器，储罐。

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4 车间设备布置设计

4.1设计原理

4.1.1 设计依据

工艺施工流程图、 设备设计条件、厂房建筑图等原始资料。 充分了解工艺过程的特点要求、厂房基本结构。 4.1.2考虑设备布置合理性

设备布置首先必须满足工艺要求、安全、经济合理、方便、外观整齐。 （1）满足工艺要求

由工艺流程图中物料流动顺序确定设备平面位置；对特殊要求的设备，必须满足工艺高度。

（2）安全生产要求

易燃易爆物料的设备要远离明火设备，在操作工不能触的地方或加保温，重的、震动大的设备布置在底层。 （3）经济合理

在满足工艺、安全的前提下，应合理布置，减少投资。 （4）便于安装、操作及检修

注意设备与建筑物、设备与设备间距离，应有足够的操作空间、检修拆卸场地、通道。 （5）设备布置要整齐，协调

4.2设备布置图内容

（1）用来表达厂房建筑基本结构和设备在厂房内外布置情况的视图。

（2）尺寸和标注平面图标注与设备定位有关的建筑物的尺寸建筑物 与设备之间的定位尺寸

设备与设备之间的定位尺寸设备、管口及设备基础的标高设备的名称和位号 （3）图幅比例

设备布置图采用A0号图； 绘图比例：采用1：40。

（4）设备、建筑物及构件的图示方法 a.设备

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设备外形轮廓、安装基础用粗实线绘制， 外形比较复杂 的设备只画基础外形；当一台设备穿越几层建筑物（如塔、反合釜），在这几层平面图上均要画出该设备的平面位置。

b.建筑物及构件的图示方法

设备布置图中只画厂房的空间大小、内部分隔及与设备定位尺寸有关的基本结构（墙、柱、地面、地沟、地坑、平台、设备基础、楼梯、吊梁、电动葫芦等），承重墙、柱子用细点划线表示定位轴线建筑物及构件用细实线表示。

4.3绘图方法与步骤

（1）确定视图：平面图与立面图。

（2）选定比例与图幅：平面图比例选择1:40，A0图幅；立面图比例选择1:50，A2图幅。

（3）绘制设备布置平面图

① 用细点划线画出建筑物定位轴线，其中取Ｂ轴与１轴的交点为基点。

由于设备与设备之间，设备与墙体之间的距离要求，一个跨区选择６Ｍ的话就需要４个跨区，从而总长为２４Ｍ

② 用细点划线画出设备中心线，粗实线按比例画出设备、支架、基 础、平台等基本轮廓。其中穿过三层分别在三层中表示出来，的大小根据物料流量的比例画出，气堤塔的直径为１Ｍ, 精馏塔为１.４Ｍ （4）绘制设备布置立面图

①楼板设计：以带控制点流程图为依据，设计厂房跨度为24米，每6米设计一个柱子，共4个跨度。根据有关规定，楼板高度必须高于4米，而我们设计的汽提塔高度为12米，综合这些条件，每层楼板4.6米，设计三层，总高度为13.8米。

②设备设计：由带控制点流程图，可知大概的设备布置。根据物料衡算，可知分馏塔的容量大约为汽提塔的4倍，又由设计好的汽提塔规格，可大约推断出分馏塔的直径与长度。同理，估算固定床反应器的设备大小。

③参照“管道仪表流程图设备图形符号表”，可以得出压缩机、泵、燃烧炉、换热器，以及塔的符号，再综合物料衡算表和能量衡算表，画出图。

4.4设备布置图的标注

4.4.1厂房建筑的标注

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(1)定位轴线编号标注：

纵向定位：水平方向从左至右用阿拉伯数字标注； 横向定位：垂直方向用英文大写字母由前至后标注； 尺寸标注：尺寸界线有定位轴线引出,细实线。 (2)标高标注

标高符号采用细实线绘制的等腰直角三角形，斜边放水平，直角顶点向下。 4.4.2设备标注

不标注设备的定形尺寸，只标注设备之间及设备与建筑物轴线的安装定位尺寸。 设备名称位号标注：设备图布置图上所有设备都要标注名称位号且与工艺流程图的标注相同。

标注位置：通常标注在设备下方或设备图形内。

车间平面布置图（附图三） 车间立面布置图（附图四）

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5 工厂总平面布置设计

5.1总平面设计的原则

(1)具体贯彻选择厂址时所考虑的党和国家方针政策，切实注意节约用地，少占或不占农田，少拆或不拆民房，减少投资，降低造价

(2)符合工艺要求，使生产作业线通顺、连续和短捷，避免主要生产作业线交叉往返。 (3)考虑工厂的安全生产、卫生、厂内建、构筑物的间距必须满足防火、卫生、安全等要求，应将产生大量烟尘及有害气体的车间布置在厂区的下风向。

(4)因地制宜，结合厂址的地形、地质、水文、气象等条件进行总图布置。

(5)考虑工厂的发展，使近期建设与远期发展相结合。采用一次预留或反射性预留法，适当考虑留有扩建余地。

(6)满足厂内外交通运输要求避免人流和货运路线交叉。

(7)满足地上、地下工程管线敷设的要求。保证工程管道最短、动力设施靠进供应中心。

5.2设计思路说明

5.2.1区域分布

由于厂址常年刮东南风，所以将办公区域和生活区域置于上风口。而由于厂址一面邻河，一面邻国道，为了保证公寓有个安静的环境和美丽的河景，所以把公寓建立在邻河一侧。 (1)生活区的建设

a.在生活区的宿舍为500平米，高28米（以福建农林大学南三宿舍为模板），共7层楼（架空一层），每层楼有10间宿舍，每间宿舍可以住6人，则可容纳420人。 b.生活区设有医务室，为员工看病，并提供一些免费常见药品。 c.生活区设有活动室，内有乒乓球室、棋牌室和图书室等。

d.宿舍楼旁就设有食堂，这样离宿舍比较近，便于为员工提供一日三餐。

e.食堂旁设有一篮球场。篮球场旁就有一个公园，为大家举行户外活动提供场地。提高绿化面积。 (2)办公区的建设

（以福建农林大学田家炳楼为模板）办公楼有2400平方米，高35米，共10楼。办公楼前设有一个长20米，宽三米的大型喷泉，美化工厂。

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其余的空地可停放轿车。 (3)生产区域

a.由于吹东南风，所以将生产区域建设在下风口。

b.由于反应车间明火，所以设立在邻河一侧，如果发生意外火灾，不会殃及其他车间。 c.废油脂处理车间设在邻国道一侧，方便原料的运输。

d.由于公路运输产品储存期为5到7天，内河近海运输产品储存期为15到20天，铁路运输产品储存期为10到20天。所以产品储存在直径14米，高13米的两个储油罐中。 5.2.2道路设计

(1)主干道宽20米，正大门设立在邻国道一侧，方便货车出路。 (2)次干道宽6米。

(3)整个工厂的道路形成回路，无路。

(4）次干道都旁都设有宽1.5米的人行道和宽1.5米的绿化带。

(5）每个车间之间都有6米的距离，生产区和生活区的距离大于25米。储油罐与邻近车间18米间距 5.2.3门的设立

（1）大门建立在邻国道一侧，方便大型货车的进出，且不用经过生活和办公区。 （2）相对应于大门的另一侧，设有一后门，方便河运而来的原料进入。

（3）侧门设立在临城市的一侧，方便员工上下班，并且这段距离不会有大货车经过，比较安全。

（4）储油罐旁设立了一个河道运输通道，方便产品由河道运走。

工厂平面布置总图（附图五）

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参考文献

[1] 厉玉鸣．化工仪表自动化.第5版.北京:化学工业出版社，2011.

[2] 杨基和，蒋培华.化工工程设计概论.第1版.北京：中国石化出版社，2005． [3] 靳士兰，邢凤兰.化工制图.北京:国防工业出版社.2008．

[4] 鹿清华,朱青,何祚云.我国生物柴油原料可获性及成本分析[J].当代石油化工.2010(9):7-14． [5] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津:天津大学出版社，2002:37-72．

[6]谭天恩，窦梅，周明华，等.化工原理[M].北京:化学工业出版社，2006:133-213，274-279． [7] 王延耀，李里特，小岛孝之，等.废食用油转化成柴油机替代燃料的试验研究[J].农业工程学报，2004，20( 1):274-277．

[9] 张哲，魏海国.生物柴油生产技术进展[J].石油规划设计，2009，20(1):23-27．

[10] 谷峰，孟禹，王海彦.改性β-沸石负载碳化钼催化剂上正己烷的异构化[J].石油炼制与化工，2009，40(3):42-45．

[11] 李学斌，常勇，王海彦.正庚烷在β-沸石负载碳化钼催化剂上的异构化研究[J].燃料化学学报，2007， (02):228-232．

[12] 王洋,王海彦,魏民.正己烷在β-沸石负载碳化钼催化剂上的异构化研究[J].石油炼制与化工,2008,39(5):16-19

[13] 王海彦,白英芝,魏民.碳化钼/β-沸石的制备及其催化大豆油加氢脱羧性能[A].石油化工高等学校学报，2010，23(3):37-40．

[14] Craig W K， Sover an D W. Production of hydrocarbons with a relatively high cetanenumber: US， 4992605[P].1991-02-12．

[15] Natural Resource Canada. Conversion of biomass feedstock to diesel fuel additive:US，5705722[P].1998-01-06．

[16] Stumborg M,Wong A ， Hogan E. Hydroprocessed vegetable oils for diesel fuel improvement[J].Bioresource technology，1996，56(1):13-18．

[17] Herskow itz M， Landau M， Reizner I，etal．Production of diesel fuel fr om vegetable and animal oils: US，2006．

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/cpbp.html