吨每日米糠油精炼车间工艺设计.docx

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吨每日米糠油精炼车间工艺设计

毕业设计说明书

题目:

100吨/日米糠油精炼车间工艺设计

目次

1绪论

1.1米糠油的特点及营养价值

米糠油取自稻谷营养最为集中的大米皮层及胚芽，是一种营养很丰富的食用植物油。

精炼后的米糠油澄清，透明，无气味且口感好。

米糠油中饱和脂肪酸占15%~20%,不饱和脂肪酸含量高达80%以上。

由于饱和脂肪酸含量低，无长链饱和脂肪酸，故熔点低、黏度小，能在口腔中形成舒服的油膜，人体对它的消化率可达92%~94%。

在脂肪酸营养中,能被机体利用的主要是不饱和脂肪酸,亚油酸和亚麻酸被认为是代谢的必需脂肪酸。

米糠油中亚油酸含量38%,油酸含量42%,比例为1：

1.1,符合国际卫生组织推荐的油酸和亚油酸比例为1：

1的最佳比例。

米糠油中亚麻酸含量较低，具有良好的热稳定性，不易氧化，适合作为煎炸用油，还可制作人造奶油、起酥油以及高级营养油等。

此外米糠油还含有丰富的谷维素、维生素、角鲨烯、植物甾醇、复合脂质等几十种天然生物活性成分，因而被营养学家誉为“营养保健油”。

美国心脏学会在专项报告中指出：

“米糠油能有效地缓解心脏和脑疾患，其有效性表现为可降低血中低密度胆固醇的浓度，使高密度胆固醇上升。

”研究表明，食用米糠油1周后，人体血清胆固醇可下降17%左右。

1.2米糠油的加工意义

我国是个缺油的国家，油脂资源不足，大部分油脂依赖进口。

全国油料种植面积约3.4亿亩，再大幅扩大几乎没有可能性。

解决我国的油脂资源问题，只能从不与粮争地的角度考虑。

发展米糠油是在不与粮争地前提下解决我国食用油安全问题的有效途径和可行办法之一。

中国是世界上最大的稻米生产国，稻谷产量占全球总产量的40%，年产稻谷1.8亿吨。

米糠约占稻谷的6%~10%，按6%出糠计，我国年产米糠高达1000万t，拥有世界上最丰富的米糠资源。

所以应该加大米糠油的发展。

要做好米糠油，有两点是非常重要的，一是米糠的稳定化，二是合适的精炼工艺。

因为米糠中解脂酶含量较高，使部分脂肪水解成游离脂肪酸，使米糠油中游离脂肪酸含量增加，给精炼带来了一定的困难。

另外，毛米糠油中的一些营养成分在精炼中可能会有所损失，降低了米糠油的营养价值。

所以应选一套合适的精炼工艺，制得国标一级米糠油。

2.设计原则与依据

2.1设计原则

2.1.1脱胶脱酸阶段

胶质的存在会使成品油的食用品质降低，且会使油脂在脱色时白土用量增多，如果脱臭前还有胶质存在，油脂将会产生严重的异味并影响成品油的稳定性。

水化是常用的脱胶方法之一。

水化脱胶是利用磷脂等胶溶性杂质的亲水性，将一定量的热水或稀碱、食盐、磷酸等电解质水溶液，在搅拌下加入热的毛油中，是其中的胶溶性杂质吸水凝聚，然后将其分离。

在实际生产中，用新收获油料或用储藏条件不大好的原料制得的毛油经脱胶后仍残余一些胶质，表现为水化油280度加热试验不合格。

即使重新加水处理，也没有明显的效果。

主要是因为油中存在较多的非水化磷脂。

另外，水化之前加入一定量的磷酸，经过反应，使油中的非水化磷脂，即磷脂酸和脑磷脂的钙镁复盐，转化为水化磷脂。

这样磷脂的含量就大大的降低了。

能取得较好的脱胶效果。

由于米糠油中的酸值较高，采用两次碱炼的工艺会使损耗增加，同时又使米糠油的中的营养物质损失。

又因为米糠油色泽较深，只采用物理精炼，脱色前没有进行碱炼脱色，会使脱色的时候比较困难。

因此本次工艺采用碱炼与蒸馏脱酸相结合的工艺，即能保证精炼得率，又能保留米糠油中的营养物质。

通过碱炼，可以中和米糠毛油中的一部分游离脂肪酸，生成脂肪酸钠盐在油中不溶解，成为絮凝状物而沉降。

氢氧化钠与脂肪酸作用生成钠皂，反应速度快，而且生成的钠皂为表面活性物质，吸附和吸收能力都较强，可将相当数量的杂质如蛋白质、色素、磷脂及带有羟基的物质也带入沉降物内，甚至悬浮固体杂质也可被絮状皂团携带下来，碱炼最显著的优点就是具有脱酸、脱胶、脱固体杂质、脱色的综合作用。

本工艺将脱胶和碱炼放在一起，可以使工艺简单。

设备上采用两台自清式离心机，适合碱炼，又可在米糠油酸值较低时，只进行物理精炼，工艺比较灵活。

2.1.2脱色阶段

脱色是油脂精炼过程中非常重要的工序之一，它除了脱除油中色素外，还能起到降低磷脂含量、过氧化值、含皂量以及金属离子含量的作用，从而改善油品色泽、风味和提高氧化稳定性，为油脂的进一步精炼提供了良好条件。

目前最常用的方法是活性白土吸附脱色，即用白土这种具有较强选择性吸附作用的物质，在一定条件下脱除溶于油中的色素或以胶态粒子分散于油中的色素以及其他杂质，从而获得油脂色泽的改善和为脱臭工段提供合格的原料油。

预混合的方式一般又可分为两种：

一种方式是全部预混合，即油脂经计量后预热至80～90℃，全部抽脂与活性白土预混合，然后送至脱色塔进行脱色；另一种方式是部分预混合，根据处理量的大小，大约20％～30％的油脂在常温时直接与活性白土预混合，然后加热至脱色所需要的温度后直接进入脱色塔（也可不加热直接送至脱色塔），另外大约70％～80％的油脂加热至脱色所需要的温度后直接进入脱色塔，并与预混台的油脂混合后进行脱色。

上述两种混合方式其相同之处是油脂与活性白土混合都在常压下进行的，不同的是第一种方式（全部预混合）是在较高温度下进行，而后一种方式（部分预混合）是在常温下进行。

油脂由于加热并随之而产生的氧化使色泽变深以及影响成品油的稳定性，这种影响在活性白土存在下还有所加速，在油被加热之前加活性白土，可以抑止加热对于油品的影响。

显然，连续脱色时部分油脂与活性白土预混合工艺有利于保证脱色效果。

目前设计的预混合工艺中基本上都采用后一种方式。

在预混合脱色工艺中，油脂与白土的预混合是采用白土定量机与调和罐等设备来完成的．其中白土定量绞龙是关键设备之一，它决定着能否连续稳定均匀地加入白土。

本工艺采用全混合连续脱色工艺，该工艺使脱色剂与油脂的混合更充分，更彻底，整个脱色过程在负压下工作，杜绝空气中氧气与热油的接触，一泵到位。

同时还具有脱胶的效果。

该工艺脱色效率高，操作简单方便，油品的质量好（酸值回升少，过氧化值低）。

2.1.3蒸馏脱酸脱臭阶段

虽然前面进行了碱炼，但是油脂酸值仍然比较高，采用层板式的单塔脱酸脱臭蒸汽消耗大,生产成本高。

因此我采用以瑞典阿伐拉法公司开发的脱臭用薄膜式填料塔与热脱色用的传统的塔盘式组合的新型软塔脱臭系统，与传统的塔盘式脱臭塔比较,该系统在真空下压力损失很小,从而可以在较低的温度下（250℃）,使用较少的蒸汽（原有量的三分之一）,较短的时间（从原有的2.5～3h减少为不到1h），将游离脂肪酸和臭气有效地去除，同时有效地抑止了维生素E的损失与反式脂肪酸的生成（残存量0.6%～1%）。

2.1.4脱蜡脱脂工序

米糠油中含有3%-5%的蜡和一定量的固体脂，可使浊点升高，使油品的透明度和消化吸收率下降，并使气味滋味和适口性变差，从而降低了米糠油的食用品质和营养价值，并且使米糠油在做冬化试验时达不到一级油的标准。

因此，应将蜡和脂除去。

本工艺采用脱臭之后脱蜡和脱脂，可不加助滤剂，又能节约资源。

将脱蜡和脱脂分开，使副产品糠蜡和固脂较纯，使工艺比较灵活，可根据原料品质及客户的需求，选择是否进行脱脂。

2.2设计依据

2.2.1原料指标

酸值（KOH）／（mg/g）：

10（即FFA%为5%）水分及挥发物／（%）：

0.20

残溶：

0.01%（100ppm）过氧化值（mmol/kg）：

15含杂量：

0.2%

磷脂含量：

2%臭味组分：

0.1%蜡含量：

4%脂含量：

3%

2.2.2产品指标

水分及挥发物≤0.05%酸价≤0.20（即FFA%0.1%以下）

杂质≤0.05%过氧化值≤5.0mmol/kg残溶：

不得检出

色泽：

Y30，R3.0（罗维朋比色计133.4槽）

2.2.3公用工程供应条件

毛油过滤：

杂质：

0.05%，其余的同原料油

脱胶：

水分0.5%，杂质0.03%，磷脂15ppm

碱炼：

AV:

4（即FFA%为2%）

水洗：

水分0.5%，杂质0.005%，磷脂10ppm

真空干燥：

水分0.05%，其余不变

吸附脱色：

杂质0.05%，色泽Y35、R4，磷脂5ppm

真空脱臭：

色泽Y30、R3.0，杂质0.005%，酸值0.1

脱蜡：

蜡含量0.6%

脱脂：

脂含量0.6%

3工艺说明及工艺流程

3.1工艺流程

3.1.1脱胶脱酸工艺流程

磷酸罐配碱池

↓↓

毛米糠油→布袋过滤器→板式换热器→多效混合器→酸反应罐→多效混合器→

皂脚罐热水罐废水罐

↑↓↑

→碱反应罐→脱皂离心机→板式换热器→多效混合器→水洗混合罐→水洗离心机

真空

↑

→螺旋板式换热器→真空干燥器→碱炼油暂存罐

3.1.2脱色工艺流程

白土真空废白土

↓↑↑

碱炼油暂存罐→螺旋板式换热器→白土预混罐→脱色塔→叶片过滤机→

布袋过滤器→脱色油储罐

3.1.3蒸馏脱酸脱臭工艺流程

真空高压蒸汽

↑↓

脱色油暂存罐→析气器→螺旋板式换热器→螺旋板式换热器→真空加热器

脂肪酸捕集器→脂肪酸循环罐→脂肪酸冷凝器→脂肪酸储罐

↑

→脱臭塔→螺旋板式换热器→螺旋板式换热器→板式冷却器→布袋过滤器→

脱臭油暂存罐

3.1.4脱蜡脱脂工艺流程

糠蜡固脂

↑↑

脱臭油储罐→结晶塔→板框压滤机→结晶塔→板框压滤机→板式换热器→成品油

3.2工艺说明

毛油经过暂存储罐由泵打入袋式双联切换过滤器,经过滤后再进入板式换热器（用脱臭油换热，刚开机时用蒸汽换热），加热至80度。

加热后的毛油进入多效混合器与由定量泵定量的磷酸（浓度为85%）进行混合，然后进入酸反应罐中进行反应，反应时间15min左右，与磷酸反应后的油进入多效混合器与13波美度的碱液进行混合，混合后由泵打入碱反应罐,反应时间30min左右。

经过碱反应的油进入脱皂离心机中脱皂，脱除的皂脚进入皂脚罐中。

脱皂后的油经过板式换热器加热到95度，然后由齿轮泵送到多效混合器，与90℃左右的热水相混合，然后进入水洗离心机，分离出污油到油水分离箱，污油再分到污油灌。

水洗油经螺旋板换热器加热到105℃，然后进入真空干燥器进行连续脱水，干燥塔绝压4.0千帕，脱水后的油再打入碱炼油暂存罐。

经脱胶脱酸的油脂通过泵将油直接从碱炼暂存罐打入螺旋板式换热器与蒸汽换热至105-110度.进入脱色预混合器中，与脱色剂-油重3%的活性白土进行定量混合，混合约10min后进入脱色塔，在真空和搅拌条件下脱色，，在脱色塔中滞留20min左右，使油中的色素尽可能的被吸附除去。

再由泵送到叶片式过滤机过滤，通过叶片过滤机将油中的白土过滤出来，当一台过滤机工作达一定压力时，需将叶片白土清除,这时连续状态的工艺将物料打入另一台过滤机。

在开始过滤或清除叶片上废白土时产生的一些污油打入污油罐另行处理。

经叶片过滤机滤出清液,进入袋式双联切换过滤器进行安全过滤，以保证脱色油质量，再进入析气罐。

脱色后的油脂，由泵打入析气器,析气器中真空残压266帕左右，在析气器中脱除空气。

然后油再经泵与脱臭出来的油经过两台螺旋板式换热器进行油-油换热,第一台换热到150℃，第二台换热到200℃。

然后再进入真空加热容器，再用8Mpa高压蒸气加热油温到255℃后进入脱臭塔中脱臭，热的油脂进入塔，在控制的路径中流动，通过热脱色分隔室，接着油脂被分配穿过填料薄膜段的表面，当油脂漫漫的流下经过填料时与来自底部冷却段上升的汽提水蒸气逆流接触，得以汽提和脱臭。

脱臭后出来的油，温度240℃，与待脱臭的油进行换热，可以充分的利用热量，从螺旋板换热器中出来的油温为136.54℃，然后再用板式换热器与毛油换热，换热后油温81.7℃，然后再经板式冷却器将油温降到40℃后，经过袋式过滤器进行安全过滤，出来后的油脂进入脱臭油储罐。

刚开机时用蒸汽加热待脱臭油，使脱臭油在列管式加热器和脱臭塔中循环加热，加热到255℃。

此外，蒸馏出来的脂肪酸等溜出物经塔内捕集后从塔内流出来进入脂肪酸暂存罐，冷却的一部分脂肪酸由泵打入脱臭塔顶喷淋,进行脂肪酸蒸汽捕集。

从脱臭油储罐出来的油脂，用泵将脱臭油打入结晶罐，将冷却水打入结晶塔夹层中换热，使油温从40℃缓慢降到20℃。

在此期间，使油温和冷却介质（水）之间的温度差控制在3～5℃，整个过程边搅拌边冷却。

在20℃左右结晶，养晶3h，在此期间晶体逐渐成长。

该流程中结晶罐的生产能力与吸滤机的相匹配，结晶间歇进行，过滤连续进行。

为了降低油脂黏度便于过滤，使用间接蒸汽将油温升高到25℃左右，用板框压滤机对其进行过滤，过滤出的固体为糠蜡，过滤后的油脂再用泵打入结晶塔，用冷却水将其缓慢冷却到10℃左右，在此期间，使油温和冷却介质（水）之间的温度差控制在3～5℃，整个过程边搅拌边冷却。

在10℃结晶，养晶3h，在此期间晶体逐渐成长。

该流程中结晶罐的生产能力与吸滤机的相匹配，结晶间歇进行，过滤连续进行。

为了降低油脂黏度便于过滤，使用间接蒸汽将油温升高到15℃，用板框压滤机对其进行过滤，过滤出的固体为固脂，过滤后的油温度太低，经板式换热器换热到30℃后，送到成品油罐。

3.3主要设备说明

（1）换热器

最常用的外部换热器是板式、螺旋板式和列管式。

板式换热器的应用最多，但采用传统的蜻类垫片密封时，其使用温度不能超过120℃。

而采用高温橡胶垫片价格昂贵，所以板式换热器适合于低温液-液换热的应用。

板式的变异型是板-壳式，它是一套内部互相联通的板室组成的压力容器，此结构排除了垫片和温度限制的问题，但板室内部不能进行机械清理。

螺旋板式换热器效率不如板式，可用于高温连续操作，无垫片泄漏，但形成污染后很难机械清理。

（2）碟式离心机

现在国内油厂主要采用碟式离心机，它利用薄层分配原理来优化离心过程的，由于悬浮液一经分离，轻相和重相就不再接触，避免了再度混合的影响，从而为含微量固相的悬浮液的澄清和乳浊液的分离创造了良好的分离条件。

同时碟式离心机还具有当量沉降面积大、沉降距离小、处理量大、操作简便、生产可靠以及运转周期长等特点。

因此，我经过比较决定采用德国韦斯伐利亚公司生产的碟式离心机。

（3）脱色塔

脱色塔是连续脱色工艺的主要设备，主体结构为圆筒体层式密闭塔，依据塔层油流转移方式的不同，而设计有多种形式。

四层脱色塔是由自控阀门控制塔层油流转移的一种脱色塔。

全塔共分四层，层与层之间由自控阀门连通，一、二、三层设有板式桨叶，装置在同一搅拌轴上。

各层排气通道由设在塔中央的套筒沟通。

通过设在塔顶盖上的真空接管与真空系统接通，使脱色塔在真空状态下工作。

（4）吸附剂定量器

容积式定量器主要由供料罐，定量筒和自动控制装置等构成。

供料罐为圆筒锥底或圆台垂直壁锥底罐，设有振动或流态化防塔桥设施。

定量筒主体为一标准容积的圆储料筒，上下设有交替启闭的碟形阀，构成船闸式供料。

（5）叶片过滤机

过滤介质多选用不锈钢形成滤网和涤纶滤布。

由罐体，过滤叶片，支撑杠，集油管排查碟阀，震动器，液压千斤顶和罐盖锁紧装置等组成。

罐体是带有碟盖的和锥体的圆同体，过滤叶片垂直安置在支撑杆和集油管间，通过偏心的压杆压紧，使其各叶片的出油口与集油管密封连接。

一般配置两台以便实现连续过滤。

（6）布袋双联切换过滤器

双联切换过滤器是一种由两台不锈钢过滤器并联而成，具有结构新颖合理、密封性好、流通能力强、操作简便等诸多优点，是应用范围广泛、适应性强的多用途过滤设备。

尤其是滤袋侧漏机率小，能准确地保证过滤精度，并能快捷自动地清洗滤芯，过滤基本无物料消耗，使得操作成本降低。

产品采用中部连通阀门，将两个单筒过滤器组装在一个机座上，清洗过滤器时不必停车，保证其连续工作，是不停车生产线过滤装置首选。

本过滤器的过滤元件，除采用不锈钢滤芯外，亦可采有优质蜂房式脱脂纤维棉，可滤掉粒径1μ以上的颗粒，本过滤器亦可单筒使用，此时只需去掉共同机座，其它结构不变。

（7）脱臭器

脱臭器是一种带一薄膜段和立式层叠分隔室的单壳体塔的连续式脱臭塔。

原料在喷雾脱气器中脱气，在两只外部换热器中由脱臭后的油脂预热，然后进入真空加热器，由浸没油脂中的高压间接水蒸气将油脂加热到最高加工温度，真空加热器是一水平的单壳体圆筒。

在真空条件下，油脂从一端流至另一端，经一组立式折流板并经溢流管流出。

在真空加热器底部由管道分布器喷入水蒸气进行搅拌。

热油进入脱臭塔，分布在薄膜段的填料表面。

当油脂慢慢流下经过填料的同时，即被预气提和部分脱臭，并与来之下部千盘上升的水蒸气逆流接触，接着油脂进入脱臭浅盘由管道分布器加入水蒸气气提，脱臭，热漂白。

（8）析气器

主体结构由一圆筒形的真空罐和油分布器构成。

脱色油借真空吸入工作腔，在真空条件下脱气除氧。

（9）脂肪酸捕集器

采用混合式的冷却方法，以冷却了的脂肪酸直接喷洒于挥发性气体中，使脂肪酸等高沸点组分冷凌，从而与工作蒸汽分离。

脂肪酸捕集器由脂肪酸喷头，旋风分离室和分离挡板组成。

（10）结晶塔

结晶塔是给蜡质和固脂提供适宜结晶条件的设备，塔内有多层换热盘管，，塔体中心有一个搅拌轴，轴上间隔地安装有搅叶导流挡板，由变速电机带动，做10～13r/min的转动，以促进塔内油脂的对流。

塔内有外接短管，以便通入冷却水与塔内油脂进行热交换，使蜡质冷却结晶。

（11）板框压滤机

过滤时，油在压力作用下穿过滤布，沿滤板上的沟槽汇流到滤板下部的出油旋塞排出，糠蜡则被截留在滤室内。

4.化工设计计算

4.1物料平衡计算

4.1.1脱胶脱酸工序

（1）过滤

输入：

毛油100×1000/24=4166.67kg/h，含杂约2%，即：

4166.66×0.2%=8.33kg/h

过滤后，设含杂质：

xkg/h则x/[4166.67×（1-0.2%）+x]=0.05%

解得x=2.08kg/h

输出：

G油：

4166.66-8.33+2.08=4160.42kg/h

杂质：

4166.67-4160.42=6.25kg/h

（2）酸混合

输入：

G油=4160.42kg/h加入的浓度为85%的磷酸量为油重的0.1%（0.05%-0.2%之间）

即磷酸的量4160.42×0.1%=4.16kg/h

输出：

G混=4160.41+4.16=4164.58kg/h

（3）碱混合

输入：

G油：

4164.58kg/h选用13波美度（即8.71%）的NaOH溶液

固体加减量:

=7.13×10-14·AV·G油=17.8kg/h

G超=17.8×25%=4.45kg/h

G中和磷酸=4.16×85%÷98×3×40=4.33kg/h

G总碱=17.8+4.45+4.33=26.58kg/h

碱液量=26.58÷8.71%=305.17kg/h

输出：

混合油量：

4164.58+305.17=4469.75kg/h

（4）脱皂离心机

输入：

G混合油：

4469.75kg/h

输出：

设油脚中含油20%离心后油：

Xkg/h，皂脚：

Ykg/h，

X+Y=4469.75

4166.67×（1-0.2%-5%-2%-0.2%）=（X+20%Y）（1-0.5%-0.03%-0.0015%-2%）

解得：

X=3830.75

Y=639.00

即输出离心油3830.75kg/h,皂脚639.00kg/h

（5）水洗离心机

输入：

G油：

3830.75kg/h含水：

0.5%

加水量8%，即3830.75×8%=306.46kg/h

总输入量G:

3830.75+306.46=4137.21kg/h

输出：

设废水中含油0.2%，水洗油XKg/h，废水YKg/h

X+Y=4137.21

X+Y×0.2%=3830.75×（1-0.000015-0.0003）+X×（0.00001+0.00005）

X=3829.15Kg/h，Y=308.06Kg/h

即水洗后的油为3829.15Kg/h，废水为Y=308.06Kg/h

（6）真空干燥

输入：

水洗离心油3829.15Kg/h

含水0.5%，即含水量为3829.15×0.5%=19.15Kg/h

输出：

设干燥后含水量为XKg/h，含水为油重0.05%

X/（3829.15-19.15+X）×100%=0.05%

X=1.91Kg/h

即干燥后油为3829.15-19.15+1.91=3811.91Kg/h

除水量为19.15-1.91=17.24Kg/h

4.1.2脱色工序

（1）混合罐

输入：

G干燥油=3811.91Kg/h

取白土量为油重的3%，即3811.91×3%=114.36Kg/h

输出：

G白土混合油:

3811.91+114.36=3926.27Kg/h

（2）过滤（立式叶片过滤机）

输入：

G混合油=3926.27Kg/h

输出：

设废白土含油15%，脱色油为XKg/h，废白土为YKg/h

X+Y=3926.27

X+Y×15%=3811.91×（1-0.00005-0.00001）+X×（0.0005+0.000005）

X=3793.71Kg/hY=132.56Kg/h

即脱色油3793.71Kg/h，废白土132.56Kg/h

（3）精过滤

输入：

G脱色油=3793.71Kg/h

含杂质0.05%，其量为3793.71×0.05%=1.90Kg/h

输出：

含杂0.005%，设杂质的量为Xkg/h

X/（3793.71-1.90+X）=0.005%

解得：

X=0.19kg/h

过滤后的油：

3793.71-1.90+0.19=3792.00kg/h

除去杂质的量：

1.90-0.19=1.71kg/h

4.1.3脱臭工序

输入：

G混合油：

3792.00kg/h

输出：

设脱臭油损耗0.2﹪,脱色后酸价上升0.2～0.4,则进入脱臭塔前酸价为4+（0.2～0.4）,取AV=4.2即FFA含量3792.00×2.1%=79.63kg/h,设脱臭后剩下的酸价为0.2,即FFA﹪为0.1﹪

设输出脱臭油：

XKg/h

3792.00×（1-0.2%-2.1%-0.1%）+X·0.1%=X

解得X=3704.70kg/h

G脱臭馏出物=3792.00-3704.70=87.30kg/h

即输出脱臭油为3704.70Kg/h，脱臭馏出物87.30Kg/h

4.1.4脱蜡工序

输入：

G油=3704.70kg/h

输出：

蜡含量0.3%设输出脱蜡油：

Xkg/h,糠蜡Ykg/h

设糠蜡中含油30%

X+Y=3704.70

X×0.3%+Y×（1-30%）=148.19

解得X=3508.03Y=196.67

即输出脱蜡油3508.03kg/h,糠蜡196.67kg/h

4.1.5脱脂工序

输入：

G油3508.03kg/h，脂含量3508.03×2%=70.16kg/h

输出：

脂含量0.3%，设输出油Xkg/h固脂Ykg/h

设固脂中含油30%

X+Y=3508.03

X×0.3%+Y（1-30%）=70.16

X=3422.47Y=85.56

则输出油为3422.47kg/h,固脂85.56kg/h.

精炼得率=3422.47/4166.67×100%=82.14%

4.1.6物料衡算表

工序

输入

输出

过滤

毛油4166.67kg/h

毛油含杂8.33kg/h

半净毛油4160.42kg/h

杂质6.25kg/h

酸混合

半净毛油4160.42kg/h

磷酸4.16kg/h

混合油4164.58kg/h

碱混合

混合油4164.58kg/h

碱夜305.17kg/h

混合油4469.75kg/h

脱皂离心机

混合油4469.75kg/