甲醇制氢

甲醇制氢

甲醇蒸汽转化制氢201*年11月

技术

工艺流程简述

图1.所示是该技术的工艺流程简图。

水及甲醇按一定比例在进料罐中混合，然后经进料泵增压至所需压力后进入换热器，经与反应产物换热后进入汽化器，接着进入反应器。在反应器中发生下列反应：

CH3OHCO＋2H2-90.8kJ/mol（1）CO＋H2OCO2＋H2＋43.5kJ/mol（2）

整个的反应过程是吸热的。反应器及汽化器所需要的热量由循环的热油提供。从反应器出来的反应产物在换热器中与反应进料换热后，再经冷却器冷却后进入水洗塔。水洗后的物料进入变压吸附分离装置（PSA）。经分离后得到产品氢气，尾气放空或回收处理。产品氢气的规格为：

H2≥99.99%（vol%）

CO＋CO2≯0.893mol/m3(20ppm)

热媒产品氢气甲醇

213热媒687910尾气脱盐水

图1.工艺流程图

451－进料罐;2－汽化器;3－换热器;4,5－进料泵;6－反应器;7－冷却器;8－分液罐；9－水洗塔;10－变压吸附分离装置。

技术特点

(1)与大规模的天然气、轻油蒸汽转化制氢或水煤气制氢相比，投资省，能耗低。众所周知，由于上述制氢工艺，须在800℃以上的高温下进行，转化炉等设备需要特殊材质。同时需综合考虑能量的平衡及利用，故不适用于小规模制氢。而甲醇蒸汽转化制氢由于反应温度低（260℃～280℃），工艺条件缓和，燃料消耗也低。与同等规模的天然气或轻油转化制氢装置相比，甲醇蒸汽转化制氢的能耗约是前者的50%。

(2)与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。电解水制氢（规模一般小于200Nm３/h）是比较成熟的制氢方法，但由于它的电耗高（约5～8度/Nm３H2）等因素的影响，其单位氢气成本较高。

(3)所用的原料甲醇易得，运输，贮存方便。而且由于所用的原料甲醇纯度高，不需要再进行净化处理，反应条件温和，流程简单，故易于操作。

甲醇蒸汽转化制氢技术使用专门开发的双功能催化剂，使流程更加简化，并节省了能量，消除了反应器的热点问题。装置的主要设施露天建设，占地面积较小，可以节约建设投资，使生产的安全性得到更好的保证。

原料及公用工程消耗

甲醇0.58～0.63kg/Nm

3

H2(受产品氢气纯度影响)

脱盐水0.32～0.35kg/Nm3H2

冷却水32～50kg/Nm3H2(受环境影响)

电～0.08Kwh/Nm3H2

燃油(轻柴)～0.045kg/Nm3H2

主要的工艺设备

表

1.为主要的工艺设备一览表。

表1.主要工艺设备一览表

数量４台（开、备）

１套１套１台１台３台１台１台１台

进料泵热媒炉变压吸附分离装置分解变换反应器甲醇水洗塔换热器进料罐原料水罐分液罐

序号１２３４５６７８９

名称

双功能催化剂

甲醇蒸汽转化制氢技术的一个重要特点就是采用了专门开发的双功能甲醇蒸汽转化催化剂。它同时具有良好的甲醇蒸汽转化和一氧化碳变换功能。表2是催化剂的物理特性。

由于催化剂的双功能特性，使甲醇分解反应（1）（吸热反应）和一氧化碳变换反应（2）（放热反应）偶合在一起，在一种催化剂床层上同时进行其总反应为：

CH3OH＋H2OCO2＋3H2-47.3KJ/mol（3）

这种偶合的催化反应效果不仅充分的利用了反应热节约了能量，简化了流程。同时在反应器中甲醇分解产生的CO立即与H2O发生变换反应，从而保持了一氧化碳低浓度，也促进了甲醇的分解。

表2催化剂HZ01物理特性

序号12345678

项目

外观

尺寸/mm平均侧压强度/N/颗比表面积/m2/g比孔容/ml/g平均孔半径10/m堆积密度/kg/l使用温度/℃

10

指标黑色圆柱颗粒5×5.6～6.4

6541.350.21251351.4～1.6260～300

图2.表示模拟计算的反应器床层轴向不同位置的甲醇、CO2、CO、H2O和H2的浓度分布。从中可以看出，使用双功能催化剂HZ01从反应器进口到出口的催化剂床层上，甲醇和水的浓度逐渐降低，而H2和CO2浓度逐渐升高；但CO始终保持较低浓度。可见，双功能催化剂HZ01对甲醇分解和CO变换均具

床层高度L；cm有良好的性能。

图2反应器催化剂床层轴向气体浓度分布

1－H2－HO3－CHOH4－CO5－CO

2232

单位氢气生产成本估算

表3.是不同规模的甲醇蒸汽转化制氢装置单位氢气成本

表3单位氢气成本估算*

装置规模单位氢气成本

序号

（Nm3/H）（元/Nm3.H2）

1201*.5326001.33310001.174201*1.14

530001.11

640001.10

*甲醇价格按201*元/吨;公用工程、人员工资按石化行业的平均水平计算。

扩展阅读：甲醇制氢工艺设计

前言

氢气是一种重要的工业产品，它广泛用于石油、化工、建材、冶金、电子、医药、电力、轻工、气象、交通等工业部门和服务部门，由于使用要求的不同，这些部门对氢气的纯度、对所含杂质的种类和含量都有不相同的要求，特别是改革开放以来，随着工业化的进程，大量高精产品的投产，对高纯度的需求量正逐步加大，等等对制氢工艺和装置的效率、经济性、灵活性、安全都提出了更高的要求，同时也促进了新型工艺、高效率装置的开发和投产。

依据原料及工艺路线的不同，目前氢气主要由以下几种方法获得：①电解水法；②氯碱工业中电解食盐水副产氢气；③烃类水蒸气转化法；④烃类部分氧化法；⑤煤气化和煤水蒸气转化法；⑥氨或甲醇催化裂解法；⑦石油炼制与石油化工过程中的各种副产氢；等等。其中烃类水蒸气转化法是世界上应用最普遍的方法，但该方法适用于化肥及石油化工工业上大规模用氢的场合，工艺路线复杂，流程长，投资大。随着精细化工的行业的发展，当其氢气用量在200～3000m3/h时，甲醇蒸气转化制氢技术表现出很好的技术经济指标，受到许多国家的重视。甲醇蒸气转化制氢具有以下特点：

（1）与大规模的天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢相比，投资省，能耗低。（2）与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。（3）所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。

（4）可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。

对于中小规模的用氢场合，在没有工业含氢尾气的情况下，甲醇蒸气转化及变压吸附的制氢路线是一较好的选择。本设计采用甲醇裂解+吸收法脱二氧化碳+变压吸附工艺，增加吸收法的目的是为了提高氢气的回收率，同时在需要二氧化碳时，也可以方便的得到高纯度的二氧化碳。

目录

1．设计任务书………………………………32．甲醇制氢工艺设计………………………4

2.1甲醇制氢工艺流程………………………………42.2物料衡算…………………………………………2.3热量衡算…………………………………………

3．反应器设计……………………………….3.1工艺计算…………………………………………3.2结构设计………………………………………....

4．管道设计………………………………………....…5．自控设计………………………………………....…6．技术经济评价、环境评价………………………7．结束语………………………………………....……8．致谢………………………………………....………9．参考文献………………………………………....…附录：1.反应器装配图，零件图

2.管道平面布置图3.设备平面布置图4.管道仪表流程图5.管道空视图6.单参数控制方案图

469

913

1、设计任务书

2、甲醇制氢工艺设计

2.1甲醇制氢工艺流程

甲醇制氢的物料流程如图1－2。流程包括以下步骤：甲醇与水按配比1：1.5进入原料液储罐，通过计算泵进入换热器（E0101）预热，然后在汽化塔（T0101）汽化，在经过换热器(E0102)过热到反应温度进入转化器(R0101)，转化反应生成H2、CO2的以及未反应的甲醇和水蒸气等首先与原料液换热(E0101)冷却，然后经水冷器(E0103)冷凝分离水和甲醇，这部分水和甲醇可以进入原料液储罐，水冷分离后的气体进入吸收塔，经碳酸丙烯脂吸收分离CO2，吸收饱和的吸收液进入解析塔降压解析后循环使用，最后进入PSA装置进一步脱除分离残余的CO2、CO及其它杂质，得到一定纯度要求的氢气。

图1－2甲醇制氢的物料流程图及各节点物料量

2.2物料衡算

1、依据

甲醇蒸气转化反应方程式:

CH3OH→CO↑+2H2↑（1-1）CO+H2O→CO2↑+H2↑（1-2）CH3OH分解为CO转化率99%,反应温度280℃,反应压力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).2、投料计算量

代入转化率数据,式(1-3)和式(1-4)变为:

CH3OH→0.99CO↑+1.98H2↑+0.01CH3OHCO+0.99H2O→0.99CO2↑+1.99H2+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到:

CH3OH+0.981H2O→0.981CO2↑+0.961H2↑+0.01CH3OH+0.0099CO↑氢气产量为:1200m/h=53.571kmol/h

甲醇投料量为:53.571/2.960132=579.126kg/h水投料量为:579.126/321.518=488.638kg/h3、原料液储槽(V0101)

进:甲醇579.126kg/h,水488.638kg/h出:甲醇579.126kg/h,水488.638kg/h4、换热器(E0101),汽化塔(T0101),过热器(E0103)没有物流变化.5、转化器(R0101)

进:甲醇579.126kg/h,水488.638kg/h,总计1067.764kg/h出:生成CO2579.126/320.980144=780.452kg/hH2579.126/322.96012=107.142kg/hCO579.126/320.009928=5.017kg/h剩余甲醇579.126/320.0132=5.791kg/h剩余水488.638-579.126/320.980118=169.362kg/h总计1067.764kg/h6、吸收塔和解析塔

吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO2的分压为0.38MPa,操作温度为常温(25℃).此时,每m吸收液可溶解CO211.77m.此数据可以在一般化工基础数据手册中找到，二氯化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度数据见表1一l及表12。

解吸塔操作压力为0.1MPa,CO2溶解度为2.32,则此时吸收塔的吸收能力为:11.77-2.32=9.45

0.4MPa压力下co2=pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg/mCO2体积量VCO2=780.452/7.20=108.396m/h据此,所需吸收液量为108.396/9.45=11.47m/h

3333考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为11.47m/h3=34.41m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO2量为108.396m/h=780.451kg/h.

混合气体中的其他组分如氢气,CO以及微量甲醇等也可以按上述过程进行计算,在此,忽略这些组分在吸收液内的吸收.7、PSA系统略.

8、各节点的物料量

综合上面的工艺物料衡算结果,给出物料流程图及各节点的物料量,见图1一2.

3333.3热量衡算

1、汽化塔顶温确定

在已知汽相组成和总压的条件下，可以根据汽液平衡关系确定汽化塔的操作温度甲醇和水的蒸气压数据可以从一些化工基础数据手册中得到：表1-3列出了甲醇的蒸气压数据水的物性数据在很多手册中都可以得到，这里从略。

在本工艺过程中,要使甲醇水完全汽化,则其汽相分率必然是甲醇40%,水60%(mol)且已知操作压力为1.5MPa,设温度为T,根据汽液平衡关系有0.4p甲醇+0.6p水=1.5MPa

初设T=170℃p甲醇=2.19MPa;p水=0.824MPap总=1.37043、过热器(E0102)

甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175℃过热到280℃,此热量由导热油供给.从手册中可以方便地得到甲醇和水蒸气的部分比定压热容数据,见表1-4.气体升温所需热量为:

Q=cpmt=(1.90579.126+4.82488.638)(280-175)=3.6310kJ/h导热油cp=2.826kJ/(kgK),于是其温降为:

t=Q/(cPm)=3.6310/(2.82662898)=2.04℃导热油出口温度为:315-2.0=313.0℃4、汽化塔（TO101)

认为汽化塔仅有潜热变化。

175℃甲醇H=727.2kJ/kg水H=203IkJ/kgQ=579.126727.2+2031488.638=1.4110kJ/h

以300℃导热油cp计算cp=2.76kJ/(kgK)

655t=Q/(cPm)=1.41106/(2.7662898)=8.12℃

则导热油出口温度t2=313.0-8.1=304.9℃

导热油系统温差为T=320-304.9=15.1℃基本合适.5、换热器（EO101)

壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25℃）升至175℃，其比热容数据也可以从手册中得到，表1一5列出了甲醇和水液体的部分比定压热容数据。液体混合物升温所需热量

Q=cpmt=(579.1263.14+488.6384.30)(175-25)=5.8810kJ/h

管程：没有相变化，同时一般气体在一定的温度范围内，热容变化不大，以恒定值计算，这里取各种气体的比定压热容为：cpco210.47kJ/(kgK)cpH214.65kJ/(kgK)cpco4.19kJ/(kgK)

则管程中反应后气体混合物的温度变化为：

5t=Q/(cPm)=5.88105/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=56.3℃

换热器出口温度为280-56.3=223.7℃6、冷凝器（EO103)

在E0103中包含两方面的变化：①CO2,CO,H2的冷却以及②CH3OH,H2O的冷却和冷凝.

①CO2,CO,H2的冷却Q=c

pmt=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.017)

(223.7-40)=1.79106kJ/h

②CH3OH的量很小，在此其冷凝和冷却忽略不计。压力为1.5MPa时水的冷凝热为：H=2135KJ/kg,总冷凝热

Q2=Hm=2135169.362=3.6210kJ/h

55水显热变化Q3=cpmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kJ/h

Q=Q1+Q2+Q3=2.2810kJ/h

冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差△T=10℃

6用水量w=Q/(cpt)=2.2810/(4.1910)=54415kg/

3、反应器设计计算

3.1工艺计算

已知甲醇制氢转化工艺的基本反应为：CH3OH+H2O=CO2+3H2。该反应在管式反应器进行，进出反应器的各物料的工艺参数如表3-1所示。物流名称管程甲醇水进口/(kg/h)579.126488.638出口/(kg/h)5.791169.362780.4525.017107.14262898表3-1反应器的物流表

（1）计算反应物的流量

对于甲醇，其摩尔质量为_32kgk/mol，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h

对于水，其摩尔质量为18kgk/mol，其摩尔流量为：488.638/18=27.147kmol/h

对于氢气，其摩尔质量为2kgk/mol,其摩尔流量为：107.142/2=53.571kmol/h

对于一氧化碳，其摩尔质量为28kgk/mol,其摩尔流量为：5.017/28=0.179kmol/h

进料气中甲醇的摩尔分率yA为：

yA=

3200.5设计温度/oC280压力/MPa1.5壳程/(kg/h)进出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa二氧化碳一氧化碳氢气导热油18.0980.4

18.09827.147对于甲醇和水，由于温度不太高（280oC），压力不太大（1.5MPa），故可将其近似视为理想气体考虑。有理想气体状态方程pV=nRT，可分别计算出进料气中甲醇和水的体积流量：

甲醇的体积流量VA为：

VA=

水的体积流量VB为：

VB=

进料气的总质量为：

mo=55.489+83.233=1067.764kg/h

（2）计算反应的转化率

进入反应器时甲醇的流量为579.126kg/h，出反应器时甲醇的流量为5.791kg/h，则甲醇的转化率xAf为：

18.098*8314.3*(273.15280)3

55.489m/h61.5*1027.147*8314.3*(273.15280)83.233m3/h61.5*xAf=

579.1265.791*100%99%

579.126即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.098×99%=17.917kmol/h

（3）计算反应体系的膨胀因子由体系的化学反应方程式可知，反应过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子δA。对于甲醇有：

δA=

31112

1（4）计算空间时间

根据有关文献，该反应为一级反应，反应动力学方程为：

rA=kpA

68600k=5.5×10eRT-4

CA=CAO

上式两边同乘以RT，则得：

1xA

1δAyAxApA=CAORT

反应过程的空间时间τ为：

τ=CAO∫0Afx1xA

1δAyAxAdxArA1xA]

1δAyAxA=CAO∫0AfdxA/[kCAORT

x=

1x1δAyAxA∫0AfdxA

kRT1xA68600将k=5.5×10eRTm3/(kmolh)，R=8314.3kj(kmolT=553.15K，δA=2，yA=0.4，K)，

-4

代入上式，可得空间时间：

τ=0.0038h

（5）计算所需反应器的容积

VR=τVO

进料气的总体积流量为：

VO=55.489+83.233=138.722m/h=0.0385m/s则可得所需反应器的容积为：

VR=τVO=0.0038×138.722=0.527m

333

（6）计算管长由文献可知，气体在反应器内的空塔流速为0.1m/s，考虑催化剂填层的空隙率对气体空塔速度的影响，取流动速度为μ=0.2m/s，则反应管的长度为：

l=τu=0.0038×3600×0.2=2.736m

根据GB151推荐的换热管长度，取管长l=3m。反应器内的实际气速为：

u=

3l0.22m/s=

τ0.0038*3600（7）计算反应热

甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即

CH3OH=CO+2H2-90.8kj/molCO+H2O=CO2+H2+43.5kj/mol

反应过程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化学反应式可知，每转化1kmol的甲醇就可生成1kmol的一氧化碳，则反应过程中产生的一氧化碳的物质的量为17.917kmol/h。反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.179kmol/h，转化的一氧化碳的物质的量为：

17.917-0.179=17.738kmol/h

一氧化碳的转化率为：

xCO=

17.738*100%99%

17.91733则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：

Q=90.8×10×17.917-43.5×10×17.738=855.261×10kJ/h

（8）确定所需的换热面积

假定选用的管子内径为d，壁厚为t，则其外径为d+2t，管子数量为n根。

反应过程中所需的热量由导热油供给，反应器同时作为换热器使用，根据GB151，320oC

OO

时钢的导热系数为λ=44.9W/（mC），管外油侧的对流给热系数为αo=300W/（m2C），管内侧的对流给热系数为αi=80W/（m2OC），根据表5-2所列的壁面污垢系数查得，反应管内、外侧的污垢系数分别为0.0002m2OC/W和0.0008m2OC/W总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001m2OC/W根据传热学，反应器的传热系数为：

K=1/（

由于

31d2t1t+++Rf）

αidαoλd2t的值接近于1，对K带来的误差小于1%；钢管的传热很快，对K的影响也d很小，故可将上式简化为：

K=1/（

1112OO

59.4W/++Rf）=（m2C）=213.84kJ/(hmC)

11αiαo0.00130080由于反应器所需的换热面积为：

Q855.261*103F==99.988m2KΔt213.84*(320280)（9）计算管子的内径

反应器需要的换热面积为：F=nπdl反应器内气体的体积流量为：πd2VO=nu

4联立上述两式，并将l=6m，u=0.22(m/s)，F=99.988(m)VO=0.0385(m/s)代入，即可得所需管子的内径为：d=0.0210m。根据计算所得的管子内径，按前述换热设备设计选择合适的管子型号和所需的管数及布管方式。

结构设计

23计算内容或项目换热管材料换热管内径、外管径程换热管管长结换热管根数构设计管程数管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)管程结构设计壳程数换热管排列形式换热管中心距分程隔板槽两侧中心距管束中心排管数符号di;dLn单位mm计算公式或来源选用碳钢无缝钢管选用3m标准管长结果Φ25×20.021;0.0253.0325(圆整)备注nNidjt*SjtmAodL99.9880.0253根据管内流体流速范围选定按接管内流体流速合理选取1Φ60×1.6NsSSnncmnc1.1正三角形排列S=1.25d或按标准按标准1正三角形排列0.032211.1331（外加六根n壳体内径换热器长径比实排热管根数折流板形式折流板外直径折流板缺口弦离折流板间距折流板数壳程进出口接管尺寸DiL/DinDbhBNbdjs*Sjsmmmm拉杆）Di=S(Nc-1)+(1~2)dL/Di作图选定按GB151-1999取h=0.20Di取B=(0.2～1)DiNb=L/B-1合理选取0．74.28合理351单弓形折流板0.6750.140.338Φ114×2选取3.2外壳结构设计

按照GB150-1998《钢制压力容器》进行结构设计计算。1、筒体

(1)筒体内径:700mm

设计压力：Pc=1.1pw=0.55MPa设计温度取350C筒体材料：16MnR焊接接头系数Φ=0.8钢板厚度负偏差C1=0,腐蚀裕量C2=1.0mm,厚度附加量C=C1+C2=1.0mm.筒体的计算厚度计算

δ=2[]tP=cPcDi0.55*7001.8mm

2*134*10.55考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，得材料名义厚度n=4mm.取n6mm强度校核

有效厚度e=n-C1-C2=5mm

Pc(Die)0.55*(700==2et

5)2*538.775MPa符合强度要求。

根据筒径选用标准椭圆形封头直边高：25曲边高：200壁厚：67、换热管（GB151-1999）管子材料：16MnR

根据上节中计算的管子内径选用尺寸：υ25×2管长：3000根数：345实排根数：351（外加6根拉杆）排列形式：正三角形中心距：32管束中心排管数：21长径比：4.288、管程数据

管程数：1管程气体流速：1m/s进出口接管尺寸：υ60×1.6接管材料：16Mn

法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97）法兰材料：20R

DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格501401101659144M12表3-3管程法兰数据9、壳程数据

壳程数：1壳程液体流速：1.2m/s进出口接管尺寸：υ114×2接管材料：16Mn

法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97）法兰材料：16MnR

DN法兰外径中心孔直径法兰厚度法兰内径螺栓孔直径螺栓孔数螺纹规格10021017018116184M16表3-4壳程法兰数据12、折流板（GB151-1999）

材料：16MnR形式：单弓形外直径：795.5管孔直径：25.4缺口弦高：140间距：330板数：8厚度：613、拉杆（GB151-1999）

直径：16螺纹规格：M16根数；614、耳座（JB/T4725-92）（7）耳式支座选用及验算

由于该吸收塔相对结构较小，故选用结构简单的耳式支座。

根据JB/T4732－92选用支座：JB/T4732－92，耳座A3，其允许载荷[Q]=30Kn,适用公径DN700～1400，支座处许用弯矩[Mj]=8.35kN*m。支座材料Q235－A*F。

1)支座承受的实际载荷计算水平地震载荷为：pe＝emog

e为地震系数，地震设计烈度为7时，e＝0.24mo为设备总质量经计算该反应器的mo＝1119kg

水平地震载荷为：pe＝emog＝0.24×1119×9.8＝2631.99N

水平风载荷为：pw＝1.2fiq0D0H01.2×1.0×550×3400×1500＝3366N偏心载荷Ge＝0N偏心距Se＝0mm

其中fi为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q0为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q0＝550N/m。fi风压高度系数见参考资料。水平力取pe与pw两者的大值，即P＝Pe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5N支座安装尺寸为D：

D=(Di2n23)(b222)2(l2s1)867mm式中，2为耳式支座侧板厚度；3为耳式支座衬板厚度。支座承受的实际载荷为Q：Q","p":{"h":15.839,"w":7.919,"x":190.11,"y":508.468,"z":94},"ps":null,"t":"word","r":[5]},{"c":{"i内筒体内压计算计算条件计算压力Pc设计温度t内径Di材料试验温度许用应力设计温度许用应力试验温度下屈服点s钢板负偏差C1腐蚀裕量C2焊接接头系数t计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系筒体简图MPa0.55C350.00mm700.0016MnR(正火)(板材)MPa170.00MPa134.00MPa345.00mm0.00mm1.000.80厚度及重量计算计算厚度=有效厚度名义厚度重量PcDi2[]tPcmm=1.80mmmmKge=n-C1-C2=5.00n=6.00355.17压力试验时应力校核压力试验类型试验压力值压力试验允许通过的应力水平T试验压力下圆筒的应力校核条件校核结果液压试验[]tPT=1.25P[]MPa=0.8700(或由用户输入)MPaT0.90s=310.50pT.(Die)MPa2e.T==76.67TT合格压力及应力计算最大允许工作压力[Pw]=设计温度下计算应力2e[]t(Die)MPa=1.52057MPa=38.78MPat=校核条件结论

tPc(Die)2e107.20≥tt合格

内压椭圆封头校核计算条件计算压力Pc设计温度t内径Di曲面高度hi材料计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系椭圆封头简图MPaCmmmmMPaMPammmm0.55350.00700.00175.0016MnR(热轧)(板材)试验温度许用应力170.00设计温度许用应力134.00t钢板负偏差C1腐蚀裕量C2焊接接头系数0.001.000.80厚度及重量计算形状系数1Di262hiK=KPcDi2=1.0000计算厚度=有效厚度最小厚度名义厚度结论重量mm2[]t0.5Pc=1.80mmmmmmKge=n-C1-C2=5.00min=1.05n=6.00满足最小厚度要求27.30压力计算最大允许工作压力[Pw]=结论2[]teKDi0.5eMPa=1.52598合格

延长部分兼作法兰固定式管板设计计算条件设计压力ps设计温度Ts平均金属温度ts装配温度to设计温度下许用应力[]Es圆壳程圆筒内径Di壳程圆筒名义厚度s壳程圆筒有效厚度se平均金属温度下热膨胀系数st设计单位南京工业大学过程装备与控制工程系简图0.5535031415134MPaCCC壳材料名称16MnR(正火)Mpa程平均金属温度下弹性模量1.84e+05Mpa1.3e-05mm/mmC70064.251.79e+052mmmmmmMPamm2筒壳体法兰设计温度下弹性模量Ef’管箱壳程圆筒内直径横截面积A=0.25Di壳程圆筒金属横截面积As=s(Di+s)设计压力pt设计温度Tt3.848e+0594031.6300mm2MPaC圆材料名称筒设计温度下弹性模量Eh管箱圆筒名义厚度(管箱为高颈法兰取法兰颈部大小端平均值)h换管箱圆筒有效厚度he管箱法兰设计温度下弹性模量Et”材料名称管子平均温度tt设计温度下管子材料许用应力[]tt设计温度下管子材料屈服应力st1.846e+0516MPamm41.86e+0520G(正火)230921471.73e+051.842e+051.244e-05mmMPaCMPaMPaMPaMPamm/mm热设计温度下管子材料弹性模量Ett平均金属温度下管子材料弹性模量Et平均金属温度下管子材料热膨胀系数tC管管子外径d管子壁厚t252mmmm注：换管子根数n换热管中心距S一根管子金属横截面积at(dt)换热管长度L管子有效长度(两管板内侧间距)L1管束模数Kt=Etna/LDi管子回转半径i0.25d2(d2t)235132144.53000290037908.162mmmm2mmmmMPammmmMPa热管子受压失稳当量长度lcr系数Cr=10152.42Ett/st比值lcr/il[]crCrcr2(lcri)2i)管子稳定许用压应力(1.2252Et管tlcr[]s1lcricrCr22Cri)管子稳定许用压应力(73.2MPa管材料名称设计温度tptr设计温度下许用应力16MnR(正火)3501161.79e+052504800.40.4DiCMPaMPammmmmmmm2mmMPaMPa设计温度下弹性模量Ep管板腐蚀裕量C2管板输入厚度n管板计算厚度隔板槽面积(包括拉杆和假管区面积)Ad板管板强度削弱系数管子加强系数

管板刚度削弱系数K21318.Etna/EpL4.11K=管板和管子连接型式管板和管子胀接(焊接)高度l胀接许用拉脱应力[q]焊接许用拉脱应力[q]焊接3.5管材料名称"管箱法兰厚度f16MnR(正火)468607.515e+07MpmmmmNmmNmmmmMPa法兰外径Df箱基本法兰力矩Mm法管程压力操作工况下法兰力法兰宽度bf(DfDi)/2比值h/Di"比值f/Di3.266e+07800.0057140.065710.000.0001519.542"系数C(按h/Di,f”/Di,查图25)兰系数”(按h/Di,”f/Di,查图26)旋转刚度壳体法兰材料名称"f壳体法兰厚度"12Efbf"Kf[12Dibf2f"DiEh"]316MnR(正火)44860800.0060710.062860.000.00016268.573mmmmmmMPa法兰外径Df法兰宽度bf(DfDi)/2比值s/Di"比值f/Di"系数C,按h/Di,f”/Di,查图25"系数,按h/Di,”f/Di,查图26K"f旋转刚度"2"f12Efbf[12DibfDiE"]s3法兰外径与内径之比KDfDi1.229N/mm壳体法兰应力系数Y(按K查表9-5)9.55旋转刚度无量纲参数膨胀节总体轴向刚度Kf2E2(lcri)2~Kf4Kt0.001777系管板第一弯矩系数(按K,Kf查图27)m1m1KKf~~~0.107514.732.9524.4453.5910.001768系数数系数(按KtKf查图29)G2Etna换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比QEsAs换热管束与带膨胀节壳体刚度之比QexEtna(EsAsKexL)EsAsKexL管板第二弯矩系数(按K,Q或Qex查图28(a)或(b))m2m1M12K(QG2)系数（带膨胀节时Qex代替Q）计系数(按K,Q或Qex查图30)G3法兰力矩折减系数Kf(KfG3)M~0.011870.13020.9722mm2mm2~~管板边缘力矩变化系数算~~1KfK"f"法兰力矩变化系数MfMKfKf0.87342.43e+052.563e+05管管板开孔后面积Al=A-0.25nd2板管板布管区面积参2(三角形布管)At0.866nSAd2(正方形布管)AtnSAd数系数计算管板布管区当量直径Dt4At/系数Al/A系数na/Al系数s0.40.6(1Q)/系数(带膨胀节时Qex代替Q)t0.4(1)(0.6Q)/管板布管区当量直径与壳体内径之比tDt/Di管板周边不布管区无量纲宽度k=K(1-t)571.20.63140.17195.5758.460.81610.756mm":null,"page":{"ph":1262.879,"pw":892.979,"v":6,"t":"1","pptlike":null,"cx":0,"cy":0,"cw":892.979,"ch":1262.879}})仅有壳程压力Ps作用下的危险组合工况(Pt=0)

系数G1e仅用于系数G1i当m0时,按K和m查图31(a)实线当~4Mm基本法兰力矩系数MmDi3Pa换热管与壳程圆筒热膨胀变形差=t(tt-t0)-s(ts-t0)当量压力组合PcPs不计温差应力计温差应力0.0-0.0012120.553.0660.55-35.3MPaMPa有效压力组合PasPsEt0.14410.14582.1472.4840.72541.382-0.01252-0.0108-0.159-0.55110.16090.7278管板边缘力矩系数MMm(M)M1~~管板边缘剪力系数M管板总弯矩系数mm1m21K~m0时G1e3mm0时,按K和m查图31（b）系数G1m>0,G1=max(G1e,G1i),m<0,G1=G1i1.3820.7278管板径向应力系数带膨胀节Q为Qex管板布管区周边r=1(1)G14QG2~~0.14690.02068=3"r处径向应力系数管板布管区周边m(1)4K(QG2)0.19290.10640.01721计算值许用值-0.011430.02842-0.003174计算值许用值处剪切应力系数~=11p~4QG2~壳体法兰力矩系数MwsMm(Mf)M1~rrPaDi2trtrtrPa~"Dikk2"rr1(2m)m2mpPa~Dt2trptrtr壳体法兰应力"f4YMwsPa(~Di"f)263.2619.11.5tr174134.3104.83tr3483ttMPaMPa换热管轴向应力tt92GQ1tPc2PaQG2276cr73.2壳程圆筒轴向应力A(1)PcaAs(QG2)tccr73.2-103.73ct33.71MPa107.2换热管与管板连接拉脱应力q=tadl321.655.083[q]焊接[q]胀接10.04[q]46MPa138仅有管程压力Pt作用下的危险组合工况(Ps=0)换热管与壳程圆筒热膨胀变形差=t(tt-t0)-s(ts-t0)当量压力组合PcPt(1)有效压力组合不计温差应力计温差应力0.0-1.875-13.54-0.01419-0.01419-0.2089-0.81250.23720.8992-0.001212-1.875-51.9-0.0037-0.0037-0.05448-0.093220.027220.4274MPaMPaPatPtEtMp~操作情况下法兰力矩系数4MpDPa3i管板边缘力矩系数MM~~p管板边缘剪力系数M管板总弯矩系数m系数G1e仅用于系数G1i当当~m1m21m0时G1e3mKm0时,按K和m查图31（a）实线m0时,按K和m查31（b)系数G1m>0,G1=max(G1e,G1i);m管板布管区周边3m(1)-0.01586处径向应力系数"r=4K(QG2)管板布管区周边处剪切应力系数~~-0.002174p=114QG2~0.02674-0.003615计算值许用值0.03195-0.00225计算值许用值壳体法兰力矩系数MwsMpM1~2~MPaDi109.2管板径向应力rPra管板布管区周边处径向应力1.5tr1741.5mm1m122383tr3483tr34882.67170.1MPaPa~"Di"rr2kk21(2m)m2m174~管板布管区周边剪切应力PapDt-6.798p0.5tr581.5tr174-31.161401.5trMPa1743tr348MPaD壳体法兰应力YMwsPa(i)24f""f~58.65换热管轴向应力GQ1tPc2PQG2a30.492tt119.53ttMPa276cr73.2壳程圆筒轴向应力tccr73.2-105.93ctcA(1)[PtP]As(QG2)a28.08MPa107.2321.662.813[q]焊接[q]胀接换热管与管板连接拉脱应力q=tadl5015.98mm[q]46MPa138计算结果管板名义厚度n管板校核通过窄面整体(或带颈松式)法兰计算设计条件设计压力p计算压力pc设计温度t轴向外载荷F外力矩M壳材料名称体许用应力[]n法材料名称许用[]f[]tft计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系简图0.5500.550350.00.00.016MnR(正火)134.016MnR(热轧)157.0116.040MnVB228.0170.024.020.824DiDbLe700.0815.022.5软垫片DoD外LAN1a,1bMPaMPaCNN.mmMPaMPaMPa兰应力材料名称[]b[]tb螺许用应力MPaMPammmm个860.0765.031.525.0D内hmb715.010.02.008.94δ0δ116.026.0栓公称直径dB螺栓根径d1数量n垫结构尺寸mm材料类型压紧面形状y(MPa)11.0DG747.1片b0≤6.4mmb=b0b0>6.4mmb=2.53b0b0≤6.4mmDG=(D外+D内)/2b0>6.4mmDG=D外-2b螺栓受力计算预紧状态下需要的最小螺栓载荷Wa操作状态下需要的最小螺栓载荷WpWa=πbDGy=230941.7Wp=Fp+F=287301.9NN所需螺栓总截面积Am实际使用螺栓总截面积AbAm=max(Ap,Aa)=1690.0mm2mm2Ab=n42d1=8117.5力矩计算2DiF=0.785pc操DNLD=LA+0.5δ1=44.5LG=0.5(Db-DG)=33.9mmMD=FDLD=9414309.0MG=FGLG=1567064.6MT=FTLT=1345794.2N.mm=211557.5FG=Fp作=46165.0FT=F-FDMp=29434.0预紧Ma计算力矩Mo=Mp与Ma[]f/[]f中大者Mo=28041098.0tNNmmN.mmN.mmN.mmN.mmLT=0.5(LA+1+LG)mm=45.7外压:Mp=FD(LD-LG)+FT(LT-LG);内压:Mp=MD+MG+MTMp=12327168.0W=1118052.9NLG=33.9mmMa=WLG=37952176.0N.mm螺栓间距校核实际间距最小间距DbLn=106.7Lmin56.0(查GB150-98表9-3)Lmax158.4形状常数确定mmmm最大间距mmh0Di0105.83由K查表9-5得整体法兰松式法兰查图9-7由1/o得h/ho=0.1T=1.827查图9-3和图9-4查图9-5和图9-6f=2.19408Z=4.926K=Do/DI=1.229Y=9.550VI=0.46604VL=0.00000兰松式法101.6U=10.495eFIh00.00855FI=0.90449FL=0.00000整体法eFLh00.00000兰U2d1hooVI=610087.1U2d1hooVL=0.03fd10.2=0.92

ψ==1.39δfe+1=/T=0.76计算值4fe131.52许用值MPa剪应力校核预紧状态结论校核合格1WDil8.93Wp10.8n操作状态2Dil2.29MPa20.8tn校核合格输入法兰厚度δf=46.0mm时,法兰应力校核应力性质轴向应力fMo21Dit1.5[]f=174.0或MPa计算值许用值结论H校核合格141.032.5[]tn=335.0(按整体法兰设计的任意式法兰,取1.5[]n)t径向应力切向应力R(1.33fe1)M0f2DiMPa31.30MPa[]tf=116.0[]tf=116.0校核合格TM0YZR2fDi26.61校核合格0.5(HR),0.5(HT))=综合max(应力86.16法兰校核结果MPa[]tf=116.0校核合格校核合格

开孔补强计算接管:C,φ114×2设计条件计算压力pc设计温度壳体型式壳体材料名称及类型计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系计算方法:GB150-1998等面积补强法,单孔简图0.55350圆形筒体16MnR(正火)板材MPa℃接管材料名称及类型壳体开孔处焊接接头系数φ壳体内直径Di壳体厚度负偏差C1壳体腐蚀裕量C2壳体材料许用应力[σ]t0.8mmmmmmmmMPammmmmmmmmmMPammmmmm70001134201*11壳体开孔处名义厚度δn6接管实际外伸长度接管实际内伸长度接管焊接接头系数接管腐蚀裕量凸形封头开孔中心至封头轴线的距离接管厚度负偏差C1t接管材料许用应力[σ]t壳体计算厚度δ补强圈强度削弱系数frr开孔直径d接管有效外伸长度h1接管多余金属面积A220G(热轧)管材mmmmmmMPa补强圈材料名称补强圈外径补强圈厚度0.312921.80112.615.017.372补强圈厚度负偏差C1r补强圈许用应力[σ]t接管计算厚度δt补强区有效宽度B接管有效内伸长度h2开孔补强计算0.33225.20360.436mmmmmmmm2mm2mm2接管材料强度削弱系数fr0.687开孔削弱所需的补强面积A202.8mm2壳体多余金属面积A1mm2补强区内的焊缝面积A3mm2A-(A1+A2+A3)A1+A2+A3=403.7mm2，大于A，不需另加补强。补强圈面积A4

结论:补强满足要求,不需另加补强。4、管道设计

4.1管子选型

(1)材料综合考虑设计温度、压力以及腐蚀性（包括氢腐蚀），本装置主管道选择20g无缝钢管，理由如下：

①腐蚀性本生产装置原料甲醇、导热油对材料无特殊腐蚀性；产品氢气对产品可能产生氢腐蚀，但研究表明碳钢在220℃以下氢腐蚀反应速度极慢，而且氢分压不超过1.4MPa时，不管温度有多高，都不会发生严重的氢腐蚀。本装置中临氢部分最高工作温度为300℃，虽然超过220℃，但转化气中氢气的分压远低于1.4MPa。所以20g无缝钢管符合抗腐蚀要求。

②温度20g无缝钢管的最高工作温度可达475℃，温度符合要求。③经济性20g无缝钢管属于碳钢管，投资成本和运行维护均较低。二氧化碳用于食品，其管道选用不锈钢。(2)管子的规格尺寸的确定及必要的保温层设计

①导热油管道的规格和保温结构的确定

流量qv＝110035.3Kg/h＝0.028m3/s流速范围0.5～2.0m/s取为2.0m/s则

Di＝

4qv＝133.5mmu＝

壁厚t＝

2pitpiD0.32133.5＝0.267mm

21000.80.32Sch.x=1000×

0.3p=1000×=3

100查表应选用Sch.5系列得管子

故选择RO0101、RO0102、RO0103、RO0104管道规格为υ159×4.5无缝钢管流速校正u=

4qv=1.584m/s2D保温层计算:

管道外表面温度T0=320,环境年平均温度Ta=20℃,年平均风速为2m/s,采用岩

3

棉管壳保温,保温结构单位造价为750元/m,贷款计息年数为5年,复利率为10%,热

6

价为10元/10kJ.

设保温层外表面温度为30℃,岩棉在使用温度下的导热系数为

0.0420.00018表面放热系数为s1.1636332030700.0609W/(m.K),21.16363212W/(m2.K)

保温工程投资偿还年分摊率

S=

0.110.1510.151=0.2计算经济保温层经济厚度

D1lnPtT0Ta2D13.795103HD0PTSS=3.795103

100.060980003202020.06090.316

7500.26412查表得保温层厚度δ=107mm.

计算保温后的散热量

q2T0Ta23.1432020=131.244W/m10.1590.21220.06091D12lnln0.1590.37112D0D1S0.0609131.244q20=29.4℃Ta=

0.37112D1s计算保温后表面温度Ts计算出来的表面温度29.4℃略低于最初计算导热系数是假设的表面温度30℃,故δ

=107mm的保温层可以满足工程要求.②甲醇原料管道的规格

流量qv＝1013.479Kg/h＝0.00036m3/s一般吸水管中流速u1=1m/s,出水管中流

速u2=1.8m/s则

Di＝

4qv＝21.4mm/15.96mmu故选择PL0101管道规格为υ25×2无缝钢管选择PL0102管道规格为υ20×2无缝钢管流速校正u1=

4qv4qv=1.04m/s,合适u2==1.79m/sD2D2③脱盐水原料管道的规格

流量qv＝855.123Kg/h＝0.00024m3/s计算过程同上

选择DNW0101管道规格为υ22×2无缝钢管选择DNW0102管道规格为υ18×2无缝钢管流速校正u1=

4qv4qv=0.943m/su2==1.56m/sD2D2④甲醇水混合后原料管道的规格

流量qv＝1868.802Kg/h＝0.00060m3/s计算过程同上

选择PL0103管道规格为υ32×2无缝钢管

选择PL0104、PL0105管道规格为υ25×2无缝钢管流速校正u1=

4qv4qv=0.974m/su2==1.732m/s22DD⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格

流量qv＝4201*Kg/h＝0.0012m3/s计算过程同上

选择PL0106管道规格为υ48×4无缝钢管

选择PL0107、PL0108管道规格为υ38×3无缝钢管流速校正u1=

4qv4qv=0.962m/su2==1.39m/sD2D2⑥冷却水管道的规格

流量qv＝95465Kg/h＝0.027m3/s计算过程同上

选择CWS0101管道规格为υ159×4.5无缝钢管

选择CWS0102、CWR0101管道规格为υ133×4无缝钢管流速校正u1=

4qv4qv=1.5m/su2==2.2m/sD2D2⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规格

流量qv＝1868.802Kg/h＝0.043m3/s计算过程同上

200℃:壁厚t＝

2pitpiD＝

1.680＝0.656mm

21230.81.61.680＝0.8mm

21010.81.6300℃:壁厚t＝

2pitpiD＝

选择PG0101、PG0102、PG0103、PG0104管道规格为υ89×4.5无缝钢管流速校正u1=

4qv=8.55m/s2D⑧其它管道规格尺寸

选择PG0105管道规格为υ73×4PG0106管道规格为υ89×4.5

PG0107管道规格为υ89×4.5PL0109管道规格为υ32×4

类似以上管道规格的计算过程,将本工艺所有主要管道工艺参数结果汇总于下表：序号12345678911121314151617所在管道编号PG0106-80M1BPG0101-80M1BPG0103-80M1BPG0105-65M1BRO0101-150L1B-HRO0102-150L1B-HRO0103-150L1B-HPL0101-20L1BPL0102-15L1BPL0103-32L1BPL0104-20M1BPL0105-20M1BPL0106-40L1BPL0107-32L1B管内介质氢气甲醇54.5%1.6设计压力设计温度50201*00300201*00.60.60.60.6常压常压常压1.61.60.40.432032032032050505050201*050流量187.5186918691869186915531100351100351100351100351013.51013.51869186918694201*200状态流速公称直径材料气相8.28020g气相8.68020g气相8.68020g气相8.68020g气相8.68020g气相5.46520g液相1.615020g液相1.615020g液相1.615020g液相1.615020g液相1.02020g液相1.81520g液相1.03220g液相1.72020g液相1.72020g液相1.04020g液相1.43220gPG0102-80M1B-H水45.5%H210%CO2PG0104-80M1B-H73%H2O17%H212%CO288%导热油导热油导热油导热油甲醇甲醇原料液原料液原料液吸收液吸收液10RO0104-150L1B-H1819202122232425PL0108-32L1BDNW0101-20L1BDNW0102-15L1BCWS0101-150L1BCWS0102-125L1BCWR0101-125L1BPG0107-80L1BPL0109-20M1B吸收液脱盐水脱盐水冷却水冷却水冷却水食品二氧化碳0.40.30.30.30.30.30.41.650505050508050504201*8558559546595465954651366280液相1.43220g液相0.92020g液相1.61520g液相1.5150镀锌管液相2.2125镀锌管液相2.2125镀锌管气相11800Cr18Ni9液相0.32020g工艺冷凝水4.2泵的选型

整个系统有五处需要用泵:1.原料水输送计量泵P01012.原料甲醇输送计量泵P0102

3.混合原料计量泵P01034.吸收液用泵P01045.冷却水用泵P0105（1）甲醇计量泵P0102选型

已知条件：甲醇正常投料量为1013.479kg/h。温度为25℃。密度为0.807kg/L；操作情况为泵从甲醇储槽中吸入甲醇，送入原料液储罐，与水混合工艺所需正常的体积流量为：1013.479/0.807＝1255.86L/h泵的流量Q＝1.05×1255.86＝1318.65L/h

工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H＝1.1×80＝88m

6

折合程计量泵的压力：P=gh=807×9.81×88/10=0.697MPa

泵的选型：查表得，JD1600/0.8型计量泵的流量为1600L/h，压力0.8MPa，转速115r/min，电机功率2.2KW，满足要求（2）纯水计量泵P0101选型

已知条件：水的正常投料量为855.123kg/h。温度为25℃。密度为0.997kg/L；操作情况为泵从纯水储槽中吸入水，送入原料液储罐，与甲醇混合工艺所需正常的体积流量为：855.123/0.997＝857.70L/h泵的流量Q＝1.05×857.70＝900.58L/h

工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H＝1.1×80＝88m

6

折合程计量泵的压力：P=gh=997×9.81×88/10=0.861MPa

泵的选型：查表得，JD1000/1.3型计量泵的流量为1000L/h，压力1.3MPa，转速115r/min，电机功率2.2KW，满足要求

（3）混合原料计量泵P0103选型

已知条件：原料的正常投料量为1868.802kg/h。温度为25℃。密度为0.860kg/L；操作情况为泵从原料液储槽V0101中吸入原料，送入预热器E0101工艺所需正常的体积流量为：1868.802/0.860＝2173.03L/h泵的流量Q＝1.05×2173.03＝2281.68L/h

工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H＝1.1×80＝88m

6

折合程计量泵的压力：P=gh=860×9.81×88/10=0.742MPa

泵的选型：查表得，JD2500/0.8型计量泵的流量为2500L/h，压力0.8MPa，转速115r/min，电机功率2.2KW，满足要求（4）.吸收液用泵P0104

3

已知条件:①吸收液的输送温度25℃,密度760Kg/m.泵的正常流量为4200kg/h

②操作情况,泵从吸收液储槽中吸入吸收液,送入T0102中，再回解析塔解析出

CO2，循环使用.确定泵的流量及扬程

3

工艺所需的正常体积流量为4200/1000=4.20m/h

3

泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41m/h

所需工艺泵的扬程估算:因水槽和冷却器液面均为大气压,故估算扬程只需考虑最严格条件下的进出管道阻力损失和位高差，约为35m.泵的扬程取1.1倍的安全裕度：H=1.1×35=38.5

水泵选型，选用离心式水泵

3

查表得，40W－40型水泵最佳工况点：扬程40m,流量5.4m/h,转速2900r/min，电机功率为4.0KW。选用该型号泵较合适。

（5）.冷却水用泵P0105

3

已知条件:①水的输送温度25℃,密度997Kg/m.泵的正常流量为95465kg/h

②操作情况,泵从水槽中吸入水,送入冷凝器E0103中换热，再冷却送回水槽，循

环使用.

确定泵的流量及扬程

3

工艺所需的正常体积流量为95465/997=95.75m/h

3

泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×95.75=100.54m/h

所需工艺泵的扬程估算:因水槽和冷却器液面均为大气压,故估算扬程只需考虑最严格条件下的进出管道阻力损失和位高差，约为35m.泵的扬程取1.1倍的安全裕度：H=1.1×35=38.5水泵选型，选用离心式水泵

3

查表得，IS100-65-200型水泵最佳工况点：扬程47m,流量120m/h,转速2900r/min，轴功率19.9KW，电机功率为22KW，效率77％。允许气蚀余量4.8m,选用该型号泵较合适。

4.3阀门选型

从工艺流程图可以知道需用阀门的设计压力、设计温度和接触的介质特性，据此数据选择阀门的压力等级和型式，汇总于下表：序号12345678所在管道编号管内介质氢气设计设计公称连接形压力温度直径式1.60.30.3常压常压50320320505050505080150150201*322080法兰法兰法兰法兰法兰法兰、螺纹法兰、螺纹螺纹阀门选型阀门型号闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C闸阀：Z41H-1.6C、Z41Y-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等闸阀：Z41H-1.6C、Z41Y-1.6C、Z15W-1.0K（螺纹）等，截止阀：J41H-1.6C等止回阀：H41H-1.6Z15W-1.0T闸阀：Z41H-1.6C等，截止PG0106-80M1BRO0101-150L1B-H导热油RO0104-150L1B-H导热油PL0101-20L1BPL0102-15L1BPL0103-32L1BDNW0101-20L1BPG0107-80L1B甲醇甲醇原料液常压脱盐水食品二0.30.氧化碳910PL0107-32L1BPL0109-20M1B吸收液工艺冷凝水0.41.650503220法兰、螺纹法兰阀：J41H-1.6C等闸阀：Z15W-1.0T止回阀：H41H-1.6Z15W-1.0T

4.4管道法兰选型

根据各管道的工作压力、工作温度、介质特性和与之连接的设备、机器的接管和阀门等管件、附件的连接型式和尺寸等依据选择法兰，将本工艺管道的有关参数汇总于下表：序号123456789111213141516171819202122232425所在管道编号PG0106-80M1BPG0101-80M1BPG0102-80M1B-HPG0103-80M1BPG0104-80M1B-HPG0105-65M1BRO0101-150L1B-HRO0102-150L1B-HRO0103-150L1B-HPL0101-20L1BPL0102-15L1BPL0103-32L1BPL0104-20M1BPL0105-20M1BPL0106-40L1BPL0107-32L1BPL0108-32L1BDNW0101-20L1BDNW0102-15L1BCWS0101-150L1BCWS0102-125L1BCWR0101-125L1BPG0107-80L1BPL0109-20M1B导热油导热油导热油导热油甲醇甲醇原料液原料液原料液吸收液吸收液吸收液脱盐水脱盐水冷却水冷却水冷却水食品二氧化碳管内介质设计压力设计温度50200公称直径阀门公称压力等级2.5法兰选型法兰类型密封面型式公称压力等级2.54.0氢气混合气体1.6300300201*0804.0650.30.30.30.3常压常压常压1.61.60.40.40.40.30.30.30.30.30.41.632032032032050505050201*05050505050508050501502.5201*322020403232201*15012512580201.01.6凹凸面突面1.01.61.0突面1.01.01.0带颈平焊法兰凹凸面2.510RO0104-150L1B-H工艺冷凝水

5、反应器控制方案设计

1.被控参数选择

化学反应的控制指标主要是转化率、产量、收率、主要产品的含量和产物分布等，温度与上述这些指标关系密切，又容易测量，所以选择温度作为反应器控制中的被控变量以进口温度为被控变量的单回路控制系统设计

2.控制参数选择

影响反应器温度的因素主要有：甲醇水混合气的流量、导热油的流量。混合气直接进入干燥器，滞后最小，对于反应温度的校正作用最灵敏，但混合气的流量是生产负荷，是保证产品氢气量的直接参数，作为控制参数工艺上不合理。所以选择导热油流量作为控制参数。

3.过程检测仪表的选用

根据生产工艺和用户的要求，选用电动单元组合仪表（DDZ-Ⅲ型）

①测温元件及变送器被控温度在500℃以下，选用铂热电阻温度计。为了提高检测精确度，应用三线制接法，并配用DDZ-Ⅲ型热电阻温度变送器

②调节阀根据生产工艺安全原则，若温度太高，将可能导致反应器内温度过高，引起设备破坏、催化剂破坏等等，所以选择气开形式的调节阀；根据过程特性与控制要求选用对数流量特形的调节阀；根据被控介质流量选择调节阀公称直径和阀芯直径的具体尺寸。

③调节器根据过程特性与工艺要求，选择PID控制规律；根据构成系统负反馈的原则，确定调节器正、反作用。

4.温度控制系统流程图及其控制系统方框图

温度控制系统流程图

控制系统方框图

5.调节器参数整定

经验试凑：对于温度控制系统，一般取δ＝20～60％，T1=3~10min，TD＝T1/4也可用临界比例度法或衰减曲线法进行参数整定参考文献：

1.黄振仁，魏新利，过程装备成套技术指南【M】。北京：化学工业出版社，201*2.黄振仁，魏新利，过程装备成套技术，北京：化学工业出版社，201*3.国家医药管理局上海医药设计院【M】，化学工业设计手册（下册），北京：化学工业出版社，1996

4.石油化学工业部化工设计院，氮肥工艺设计手册（理论数据分册），北京：石油化学工业出版社，1996

5.时钧等，化学工程手册（1.化工基础数据）【M】。北京：化学工业出版社6.石油和化学工业设备设计手册，标准零部件，全国化工设备设计技术中心站7.GB150-1998《钢制压力容器》8.GB151-1999《管壳式换热器》9.JB/T4710-201*《钢制塔式容器》

10.JB/T470-4707-201*《压力容器法兰》

11.HG20592-20635-1997《钢制管法兰、垫片、紧固件》12.JB/T4746-201*《钢制压力容器用封头》13.JB/T4713-1992《腿式支座》14.JB/T4724-1992《支撑式支座》15.JB/T4725-1992《耳式支座》16.GB16749-1997《波形膨胀节》

17.HG/T20668-201*《化工设备设计文件编制规定》18.TCED41002-201*《化工设备图样技术要求》19.JB4708-201*《钢制压力容器焊接工艺规程》20.JB/T4709-201*《钢制压力容器焊接规程》21.JB4730-201*《压力容器无损检测》

22.JB/T4711-201*《压力容器涂敷与运输包装》23.HG20580-1998《钢制化工容器设计基础规定》24.HG20581-1998《钢制化工容器设材料选用规定》25.HG20582-1998《钢制化工容器强度计算规定》26.HG20583-1998《钢制化工容器结构设计规定》27.HG20584-1998《钢制化工容器制造技术要求》

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