この投稿は削除してもいいです、ありがとうございます

真空をさらに上げて、-96kPaまで引く

この投稿は最後に、尽心によって2021-4-7 10:13に編集されました

ポンプヘッドのことはどうでもいい、ポンプヘッドはタワーの頂上にあるわけじゃない。お前のそのタワーの頂上はまだ設計圧力に達していないんだぞ

投稿者さん、PID図を共有していただけますか？ここの真空塔頂－93kPaは、表圧を指しているのでしょうか？もしそうなら、真空度は十分に低いです。

タービン内部の温度分布はないのか？投入物の温度は何度だ？

あなたの蒸気使用の設計値と実際の値には大きな差がありますか？

データを見ると、熱サイフォン式熱交換器には循環がないようだ（分析：1、塔の頂部と底部に圧力差がないことから、底部での蒸発量がないことがわかる）；2、常開式スチームドレンバルブのバイパスにより塔底の温度が下がると、この時点で塔底で加熱が始まっていることを意味する。解決策：1、蒸気の温度が高すぎてヒーターの上部が過熱し、気体の詰まりが発生している可能性がある。そのため、蒸気の温度を下げるか、交換器に物質が満たされてから蒸気を供給する。2、塔底の強制循環ポンプを増設する

物質が蒸発しないのは、明らかに塔に熱供給がないためで、つまりサーモサイフォン再沸器の循環がないということです。塔内の液面を少し上げてみてください。

塔釜の温度は140℃、真空度は-90KPaです。もし上記が設計者が定めたパラメータであるなら、現在の現場での実測値では塔釜の温度が152℃にも達しており、これは設計温度である12℃を大幅に上回っています。また、塔頂の真空度は-93kPaで、これも設計値を上回っています。一方、温度は120℃で、これは設計値よりも低いです。。この現象から判断すると、お客様の投入原料は設計組成から逸脱している可能性が非常に高いです。塔頂の真空度が高いことは130よりも低い温度であれば説明がつきますが、塔底の真空度が設計値を上回っており、温度はさらに低くなるはずです。設計値より12℃も高いということは、投入原料中の重質成分が多すぎることを示しており、しかも残念ながらその重質成分はCよりも分子量が大きく、沸点が高い物質です。。もちろん、このような成分が多くなると、当然軽い成分Aは少なくなり、分離が難しくなります。この時はタワーの釜内の蒸気圧をわずかに上げて、温度差を強制的に大きくし、蒸発の強度を高めるべきです。あなた方のこのCや、Cよりも重いDといった物質は焦燥化するのでしょうか？もしそうなら、かなり厳しいですね。。。現在の状況から判断すると、A成分が不足しており、未知の再構成成分が増加したことで分離が困難になっていると思われます。投入材料の全分析を行うことをお勧めします。。。ABCだけを分析せず、DEFといった他の成分の可能性がないか必ず確認してください。。 流量を少なくすると、リターン流量は1m3/h増える； 投入量が減少するのに逆にリフラックスが増えるということは、タワー底部での気化量が不足しており、熱源も不十分だということです。その場合は、さらに投入量を減らすか、蒸気量を増やすべきです。設計院では40m2を追加してくれましたが、もし管の長さを変えずに単に管の本数だけを増やすのであれば、何の意味もありません。熱交換面積を増やすにもコツがあり、特に高真空下での熱サイフォン型再沸器の場合はそうです。先ほど海友さんが言及したように、液面を適切に上げてみるのも一つの方法ですが、あまり効果はないでしょう。 それに、あなた方は再沸器を一つ取り外したことがありませんか？中が詰まっていないか、スケールの状態はどうか見てみましょう？これはすべてやれる仕事だ。。 最も可能性が高いのは、皆さんの原料の組成にあると思われます。未知の高沸点成分が見落とされている可能性があります。。。

常開式スチームドレンバイパスが開くと、この時バイパスを通って蒸気が流れ、蒸気の顕熱が得られるため加熱が不十分になり、塔底の温度は当然下がる。あなたがおっしゃった状況から判断すると、主に塔底での熱の取り出しが不十分だと思われます。熱の取り出しが不十分になる原因はいくつかあり、サイフォン作用が不十分であったり、塔底の液面が低すぎたり空っぽだったりすることがあります。その場合、蒸気の熱を取り出すことができず、塔底の温度が過大に表示されるのです。タワー戻りラインに温度表示があるか確認してください。もしタワー戻り温度がタワー底部の温度よりも大幅に高ければ、タワー底部が空になっていることを意味します。その場合はタワー底部からの排出量を適宜減らし、タワー底部の液面を調整してください。タンク底部の蒸気熱を取り除けなければ、どんなに大きな再沸騰器でも役に立たない。

この投稿は、2017年7月2日16時59分にarpcdによって最終的に編集されました。「設計院のあるベテランの言によれば、140度で設計するということは、Aを沸騰させればよく、Bは沸騰させる必要はない。152度まで温度を上げられるということは、蒸気が十分にある証拠であり、Bも加熱されているということだ。このベテランの言葉は、常圧下での蒸留に関しては正しいが、高真空下での蒸留に関しては間違っている。」。。この152℃では、蒸発量を確実に保証することはできません。Bは確かに加熱されますが、沸点の上昇や液面の高低差のため、Aがすべて蒸発するとは限りません。高真空下での蒸留には、特に注意すべき要素が多くあります。。。 高真空蒸留はもう何年もやっていないが、今日は休みだったので投稿主のスレッドや返信をもう一度丁寧に見直してみた。正直言って、初めてこのスレッドを見たときから、「自然循環式熱サイフォン再沸器」を高真空蒸留に使うのはどこかしっくりこないと感じていた。何度もよく見てみると、どうも何かおかしい気がした。。 設計院のこのベテランの回答を見て、自身の過去の経験も踏まえ、投稿者にための技術改良のアイデアを提案します：1.自然循環式の熱サイフォン型再沸器は、実際には投稿者のこの分離システムには適していません。設計院が入念な計算や既存の工事例を参考にして設計したので大きな誤りはないかもしれませんが、実際に運用してみると理想的ではありません。大胆に推測すると、その設計院は高真空下での蒸留という特殊な蒸留システムに関する経験があまりないようです。正確に言えば、工事自体は多く手掛けていますが、現場での経験が不足しているのです。おそらく以前にも似たプロジェクトを手掛けたことはあるでしょうが、それらのプロジェクトや関係者はすぐに忘れ去られてしまったのでしょう。。。 2.オーナー様のこの運転条件であれば、もし私が設計するなら降膜再沸器＋強制循環を採用します。その理由は実に単純で、オーナー様の実測データを見ると、塔底温度が152℃であり、これは重質成分が増加している可能性を示しています。そして重質成分は確実に沸点が高くなります。高真空下での蒸留では、再沸器部分で液面によって引き起こされる沸点上昇に十分注意する必要があります。液面が1mあると、圧力は10kPa上昇し、それに伴って物質の沸点も上昇します。塔底の真空度は-92kPaで、液面が1mだとすると、この時の再沸器底部の圧力は実際には-82kPa程度になります。そしてこの真空度は、おそらくちょうどその組成物の泡点に相当するのです。言い換えれば、再沸器の底部入口付近や入口からそれほど遠くない熱交換器の管内では、実際には気化は起きておらず、液面が上昇して初めて気化が始まります。通常の熱サイフォン式再沸器では、熱交換器の管長のうち1/3が加熱区間（沸点上昇を補うための加熱）、2/3が気化区間となります。しかし再沸器の気化特性というのは、循環量が多く、気化量が少ないというものです。例えば通常の熱サイフォン式再沸器の気化量は5～12％程度で、再沸器の入口流量が1t/hなら、気化量は50～120kg/h程度になります。再沸器というのは大きな鍋でお湯を沸かすものではなく、絶えず循環する液体と、わずかな気化によって生じる密度低下によって循環が維持されるものです。オーナー様の様々な説明から判断すると、皆さんの循環量は不足しているようです。高真空蒸留において、私が設計した熱サイフォン式再沸器は1例しかなく、その場合の気化量は3％でした。しかし実際の工事時には不安だったため、配管循環ポンプを1台追加しました。現場での運転結果を見ると、このポンプを追加したおかげで十分な循環と気化負荷が確保でき、さもなければ酷評されていたでしょう。他のケースではすべて降膜再沸器＋強制循環が採用されています。設計院がどのような数値を採用しているのかはわかりませんが、熱サイフォン式再沸器を採用したプロセス設計から判断すると、通常の設計が採用されているようで、おそらく10％程度でしょう。もしそうだとすると、皆さんが運転中に遭遇している様々な現象もすべて説明がつきます。非常に単純で、循環量が不足しているのです。しかも、それだけでなく、大幅に不足しているのです！少なくとも2倍で、高真空蒸留における沸点上昇は再沸器の加熱部を長くし、気化部を短くする。例えば標準的な再沸器では管長が3mで、1mが予熱部、2mが気化部だが、今はその順序が逆になっている。したがって最も適しているのは降膜蒸発であり、降膜蒸発なら沸点上昇の問題を効果的に回避でき、管全体が気化部となる。。。。今あなた方が使っている再沸器というのは、例えるなら鍋のようなものです。この鍋には面積に限りがあり、下にどれだけ薪を入れても意味がなく、蒸発できる量には限度があります。水を完全に乾かしたいのであれば、鍋のサイズを大きくするか、手でかき混ぜるしかありません。鍋の面積を40平方メートル増やしても、実際にはまだ十分ではありません。元の面積がどれくらいかわからないのですが、増やすなら元の面積の3倍にしなければなりません。鍋を大きくできない場合は、手でかき混ぜるしかないのです。。。循環ポンプを追加するというのはフライパンをひっくり返すようなもので、降膜式に変えると鍋を薄くして平らにし、パンケーキを焼くためのフライパンのようにするわけです。。。 したがって、実行可能な技術改良案は非常にシンプルです。配管を適切に変更し、強制循環ポンプを追加して、既存の自然循環型サーモサイフォン式再沸器を強制循環型降膜再沸器に変えるだけです。設計院に修正通知を出せばよいのです（この通知を出すと設計ミスを認めることになるため、少々面目が悪くなりますが）。再沸器も既に用意されています。投稿者の説明からすると、企業の管理はかなりしっかりしており、設計院の技術サービスも悪くありません。投稿者は責任感が強く細心な企業技術者です。これらすべてが技術改良を実現するための好条件となります。 停車による技術改良には企業の大きな決断が必要だが、実際には改良自体の作業量はそれほど多くなく、再沸器の入口と出口を入れ替えるだけである。降膜蒸発では原料が上から下へ供給されるため、ポンプを追加したり配管を改造したりするが、生産への影響など、一連の問題が生じてくる。 変更しなければ、このシステムは正常に稼働できないでしょう。蒸発量の差が大きすぎるからです。実際、皆さんは既に負荷を削減しています（現在の負荷では、再沸器をフルに動かしても、最大でも設計負荷の1/4～1/3程度の供給量しかなく、塔底の製品は不良品になります）。もしいつか企業が生産能力を拡大しようとした場合、この再沸器がボトルネックとなり、工場全体の生産がそれによって低下してしまいます。だから変更する必要があります。加圧ポンプですが、実際には元の再沸器だけでも十分機能するはずです。ポンプの設計流量については、推奨値として、元の設計での気化量の30～50倍程度を目安にしてください。。。 例えば、あなた方の抽出量が1t/hで、リフラックス比が1の場合、上昇する蒸気量は2t/hになります。その場合、この強制循環ポンプは60～100t/hのものを選ぶべきです。もう少し大きいものでも、例えば150t/hでも構いません。これについては、設計会社に下降膜再沸器の形で選定してもらうことができ、彼らにとってはさほど問題ではないでしょう。 もしまだ設計院で働いていたら、降膜式に変更するという通知が出ても断るだろう。でも、発注者に循環ポンプを1台追加するよう提案するのは問題ない。これもまた、手立ての中の手立てだ。騒音も少なく費用もかからず、現在のものよりは確実に効果もずっと良いだろう。。;P

この投稿は最後に、尽心によって2021-4-7 10:14に編集されました

この投稿は最後にgoldliyangによって2017-7-6 21:56に編集されました。あなたのスチームの温度は何度ですか？それとも蒸気圧はどうですか？前述の「沸点」とは、運転条件下の沸点なのか、それとも標準状態下の沸点なのか？混合物の気化温度は、単に個々の物質の沸点だけではありません。

この投稿は最後に、尽心によって2021年4月7日10時15分に編集されました。この投稿は削除しても構いません。ありがとうございます

給料量が多く、明らかに加熱不足です。

流量、真空度、装置の3つ

現場の技術者の苦悩は、同時により深い技術を探求する機会でもある。どう解釈するかはあなた次第だ：lol