南京工业大学甲醇制氢工艺设计(反应器)

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南京工业大学甲醇制氢工艺设计(反应器)

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。

1．设计任务书 ……………………………… 3 2．甲醇制氢工艺设计 ……………………… 4

2.1 甲醇制氢工艺流程 ……………………………… 4 2.2 物料衡算 ………………………………………… 4 2.3 热量衡算 …………………………………………

6 9 13

3．反应器设计 ………………………………. 9

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

1、设计任务书

、甲醇制氢工艺设计2

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:

CH（1-1）

CO+HO→CO↑+

223OH→CO↑+2H

2↑

H↑ （1-2）

2CHOH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:

CHOH→0.99CO↑+1.98H↑+0.01 CHOH

323CO+0.99HO→0.99CO↑+ 1.99H+0.01CO

222合并式(1-5),式(1-6)得到:

CHOH+0.981 HO→0.981 CO↑+0.961

322H↑+0.01 CHOH+0.0099 CO↑

23氢气产量为: 2400m/h=107.143 kmol/h

3甲醇投料量为: 107.143/2.9601ⅹ32=1158.264 kg/h 水

投

料

量

为

1158.264/32ⅹ1.5ⅹ18=977.285 kg/h 3、原料液储槽(V0101)

进: 甲醇 1158.264 kg/h , 水 977.285 kg/h 出: 甲醇 1158.264 kg/h , 水 977.285 kg/h 4、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 1158.264 kg/h , 水977.285 kg/h , 总计2135.549 kg/h

出 : 生成 CO 1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ44

2=1560.920 kg/h

H 1158.264/32ⅹ2.9601ⅹ2

2=214.286 kg/h

CO 1158.264/32ⅹ0.0099ⅹ28 =10.033 kg/h

剩余甲醇 1158.264/32ⅹ0.01ⅹ32 =11.583 kg/h 剩总2135.549 kg/h 6、吸收塔和解析塔

吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO的分压

2余水

977.285-1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ18=338.727 kg/h

计

为0.38 MPa ,操作温度为常温(25℃). 此时,每m 吸收液可溶解CO11.77 m.此数据可以在一

332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1—2。

解吸塔操作压力为0.1MPa, CO溶解度为2.32,

2则此时吸收塔的吸收能力为: 11.77-2.32=9.45

co20.4MPa压力下 =pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg

3/ m

CO体积量 V

2CO2=1560.920/7.20=216.794

m/h

3据此,所需吸收液量为 216.794/9.45=22.94 m/h

3考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 22.94 m/h3=68.82 m/h

33可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为

2216.794m/h=1560.920 kg/h.

3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.

3.3 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+0.6p=1.5MPa

甲醇水初设 T=170℃ pp=0.824 MPa

水甲醇=2.19MPa;

p=1.3704<1.5 MPa

总再设 T=175℃ pp=0.93 MPa

水甲醇=2.4MPa;

p=1.51 MPa

总蒸气压与总压基本一致,可以认为操作压力为1.5MPa时,汽化塔塔顶温度为175℃. 2、转换器(R0101)

两步反应的总反应热为49.66kJ/mol,于是,在转化器内需要供给热量为:

Q=1158.2640.99/321000(-49.66)

反应

=-1.78106 kJ/h

此热量由导热油系统带来,反应温度为280℃,可以选用导热油温度为320℃,导热油温度降设定为5℃,从手册中查到导热油的物性参数,如比定压热容与温度的关系,可得:

p300æp320æ=4.1868

0.68=2.85kJ/(kg·K),

=2.81kJ/(kg·K)

取平均值 c=2.83 kJ/(kg·K)

p则导热油用量 w=Q8.9010/(2.835)=62898 kg/h

5反应

/(c

pt)=

3、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= cmt=(1.90579.126+4.82488.638)

p(280-175)=3.6310kJ/h

5导热油c=2.826 kJ/(kg·K), 于是其温降

p为: t=Q/(c

Pm)=

3.6310/(2.82662898)=2.04℃

5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/kg Q=579.126kJ/h

以300℃导热油c计算 c=2.76

pp727.2+2031

488.638=1.41

10

6kJ/(kg·K)

t=Q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=

6P8.12℃

则导热油出口温度 t=313.0-8.1=304.9℃

2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= cmt=(579.1263.14+488.6384.30)

p(175-25)=5.8810kJ/h

5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： c c

pco2

10.47 kJ/(kg·K) 14.65 kJ/(kg·K)

pH2 c 4.19 kJ/(kg·K)

pco则管程中反应后气体混合物的温度变化为：

t=Q/(cm)=5.8810/(10.47780.452+14

5P.65107.142+4.19169.362)=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：①CO,

2CO, H的冷却以及②CHOH , HO的冷却

232和冷凝.

① CO, CO, H的冷却

22Q=cmt=(10.47780.452+14.6510

p7.142+4.19

365.017)

(223.7-40)=1.7910kJ/h

② CHOH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,

2总变

冷

5凝Q

热 =

5 Q=Hm=2135169.362=3.6210kJ/h

水

p显热化

3cmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kJ/h

Q=Q+Q+ Q=2.2810kJ/h

6123冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，

则温差△T=10℃

用水量 w=Q/( c

2.2810/(4.1910)=54415kg/

6pt)=

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。物管程流名称进口出口设压力进出设压力计/MP度/oC 温a 度/oC 甲579.125.791 醇 6 水 488.63169.368 二 2 780.45281.5 0 /(kg/h温a ) /(kg/h) /(kg/h) 计/MP口壳程/(kg/h)

氧化碳一氧化碳氢气导热油 2 5.017 107.142 62898 320.5 0 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_32 kg·k/mol，则其摩尔流量为：579.126/32=18.098kmol/h

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

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

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

进料气中甲醇的摩尔分率yA为：

18.098yA=18.0980.4 27.147对于甲醇和水，由于温度不太高（280 oC），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：

.3*(273.15280)3

VA= 18.098*831455.489 m/h 1.5*106水的体积流量VB为：

.3*(273.15280)3

VB=27.147*831483.233 m/h 1.5*106 进料气的总质量为：

mo= 55.489+83.233=1067.764 kg/h

（2）计算反应的转化率

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

1265.791xAf=579.579*100%99% .126即反应过程中消耗甲醇的物质的量为：18.098×99%=17.917 kmol/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：

11δA=3112

（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 k=5.5×10-4e

xCA=CAO11δyA68600 RTAAxA

上式两边同乘以RT，则得：

xpA=CAORT11δyAAAxA

反应过程的空间时间τ为：

τ=CAO∫

xAf0dxArA

= CAO∫

xAf0dxAx/[k CAORT11δyAAAxA]

xAf01kRT∫

1δAyAxA1xAdxA

68600RT将

k=5.5×10-4em3/(kmol·h)，

K)，T=553.15K，δA=2，yA=0.4，R=8314.3kj(kmol·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=138.722 m/h=0.0385 m/s

33则可得所需反应器的容积为：

VR=τVO =0.0038×138.722=0.527 m（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：

lu=τ=0.00383*36000.22m/s （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/mol CO+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=17.738 kmol/h

一氧化碳的转化率为：

17.738xCO=17*100%99% .917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×

3317.738=855.261×10kJ/h

3（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时钢的导热系数为λ=44.9W/（m·OC），管外油侧的对流给热系数为αo=300W/

O（m2·C），管内侧的对流给热系数为αi=80

W/（m2·OC），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0.0002 m2·OC/W 和0.0008 m2·OC/W 总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001 m2·OC/W

根据传热学，反应器的传热系数为：

1d2t1tK=1/（α+++Rf） idαoλ2t由于d的值接近于1，对K带来的误差小于d1%；钢管的传热很快，对K的影响也很小，故可将上式简化为： K=1/（

1αi+

1αo+Rf）=

159.4110.001300802 W/

（ m2·OC）=213.84kJ/(h·m·OC) 由于反应器所需的换热面积为：

QKΔt=

855.261*10399.988213.84*(320280)m

2（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：

VO=n

πd24u

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

23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。结构设计计算内容或项目管程结构换热管材料换热di;d m 管内径、 0.021;0.025 选用碳钢无缝钢管 Φ25×2 符号单位计算公式或来源结果备注

设外径计换热管管长换热管根数管程数进出口接管尺寸 (外径*壁厚) 壳程数换热管排正三角形排列正三角形排列 Ns 1 Ni 根据管内流体流速范围选定 Φ60×1.6 合理选取 1 n nAoL m 选用3m标准管长 3.0 dL99.9880.0253 325(圆整) 管程djt*Sjt m 按接管内流体流速

列形管程结构设计式换热管中心距分程隔板槽两侧中心距管束中心排管数壳体内径换热L/ Di 器长径比实排热管根数 n 作图 351 L/ Di 4.28 合Di m Di=S(Nc-1)+(1~2)d 0．7 nc nc1.1nS m S=1.25d或按标准 0.032 Sn 按标准 1.1331（外加六21 根拉杆）理

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选定单弓形折流板 Db m 按GB151-1999 0.675 h m 取h=0.20Di 0.14 B m 取B=(0.2～1)Di 0.33 Nb Nb=L/B-1 合理选取 8 壳程djs*Sjs 进出口接管尺寸

3.2 外壳结构设计

Φ114×2 选取

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：P设计温度取350 C 筒

体

材

料

：

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[]Pc=

tc=1.1

pw=0.55MPa

16MnR

PcDi0.55*7001.8mm

2*134*10.55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强度校核

有效厚度e =n - C1- C2=5mm  =

Pc(Die)2en6mm

7005)=0.55*2(*38.775 MPa < =134 MPa 5t符合强度要求。

（2）根据筒径选用非金属软垫片：垫片厚度：3 垫片外径:765 垫片内径：715

根据筒体名义厚度选用乙型平焊法兰（JB4702）法兰材料：16MnR

DN 法兰中心孔法兰螺栓螺纹螺栓外径直径 700 860 兰数据 2、封头

（1）封头内径：700mm 设封

计头

压材

力料

：：

设计温度取300 C 焊接接头系数 Φ=1.0

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. 封头的计算厚度计算选用标准椭圆形封头，K=1.0  =

KPcDi2[]t0.5Pc厚度孔直规格径 46 27 M24 数量 24 815 表3-2 筒体法

P=1.6MPa

16MnR

1.68004.790mm =21.01341-0.51.6考虑厚度附加量并圆整至钢板厚度系列，取封头名义厚度与筒体厚度相同，得材料名义厚度n =

6mm. 强度校核

有效厚度e =n - C1- C2=7mm  =

Pc(KDi0.5e)2e=

1.6（1.08000.57）91.82927MPa<

t=144MPa 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：6 7、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：φ25×2 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：4.28 8、管程数据

管程数：1 管程气体流速：8m/s

进出口接管尺寸：φ60×1.6 接管材料：16Mn

法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97）法兰材料：20R DN 法兰中心法外径孔直兰径 50 140 数据 9、壳程数据

壳程数：1 壳程液体流速：1.5m/s

进出口接管尺寸：φ114×2 接管材料：16Mn 法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97）法兰材料：16MnR DN 法兰中心法外径孔直兰径 100 210 兰数据

170 厚度 18 116 18 法兰螺栓螺内径孔直栓径孔数 4 M16 螺纹规格 110 厚度 16 法兰内径 59 14 螺栓螺孔直栓径孔数 4 M12 螺纹规格表3-3 管程法兰

表3-4 壳程法

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：6

13、拉杆（GB151-1999）

直径：16 螺纹规格：M16 根数；6

14、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DN 700～1400，支座处许用弯矩[M]=8.35kN*m。支

j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：p＝mg

eeo 为地震系数，地震设计烈度为7时，＝

ee0.24

m为设备总质量经计算该反应器的m＝

oo1119kg

水平地震载荷为：p＝mg＝0.24×1119×9.8

eeo＝2631.99N

水平风载荷为：p＝1.2fqDHwi0001.2×1.0×550

×3400×1500＝3366N 偏心载荷G＝0 N

e偏心距S＝0 mm

e其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在

i高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南

0京地区，南京地区的q＝550N/m。f风压高

20i度系数见参考资料。

水平力取p与 p两者的大值，即P＝

ewPe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5N 支座安装尺寸为D：

(Di2n23)2(b222)2(l2s1)867mm23

式中，为耳式支座侧板厚度；为耳式支座衬板厚度。

支座承受的实际载荷为Q：

mgGQ＝kn0e4(PhGeSe)nd×10＝11.3KN<Q3＝30 KN

式中，G为偏心载荷；S为偏心距。

ee 满足支座本体允许载荷的要求。

2) 支座处圆筒所受的支座弯矩M计算

Lls)11.3*(12550) M＝q*(100.85kN[M] 1021L33I因此，开始选用的2A3支座满足要求。形式：A3型

高度：200 底板：L1:125 b1:80 δ1：8 s1:40

筋板：L2:100 b2:100 δ2：5 垫板：L3：20 b3:160 δ3：6 e:24

地角螺栓规格：M24 螺栓孔直径：27 15、管板

材料：16MnR 换热管管孔直径：25 拉杆管孔直径：18 厚度：50 外径：860

3.3 SW6校核

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 MPa 0.55  C 350.00 mm 700.00 16MnR(正火) ( 板材 ) MPa 170.00 MPa 134.00 MPa 345.00 mm 0.00 mm 1.00 0.80 厚度及重量计算计算厚度 PcDit  = 2[]Pc = 1.80 mm 有效厚度名义厚度重量 e =n - C1- C2= 5.00 n = 6.00 mm mm Kg 355.17 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 []PT = 1.25P []tMPa = 0.8700 (或由用户输入) MPa T 0.90 s = 310.50 pT.(Die)MPa 2e. T = = 76.67 T T 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 2e[]t(Die)MPa = 1.52057 MPa Pc(Die)2e t = = 38.78  校核条件结论

t 107.20  ≥ ttMPa 合格

内压椭圆封头校核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计算条件 0.55 计算压力 Pc 设计温度 t 内径 Di 曲面高度 hi 材料试验温度许用应力  设计温度许用应力 t 钢板负偏差 C1 腐蚀裕量 C2 焊接接头系数  MPa  C mm mm 350.00 700.00 175.00 16MnR(热轧) (板材) 170.00 MPa 134.00 MPa 0.00 mm mm 厚度及重量计算 1.00 0.80 形状系数计算厚度有效厚度 1Di262hi K = 2 = 1.0000 mm mm  = KPcDi2[]t0.5Pc = 1.80 e =n - C1- C2= 5.00

延长部分兼作法兰固定式管板设计单位南京工业大学过程装备与控制工程系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[]t量 Es 圆壳程圆筒内径平均金属温度下热膨胀系数s 简图 MPa 0.55 350 314 15 134 C C C 壳材料名称 16MnR(正火) Mpa 程平均金属温度下弹性模1.84e+05 Mpa 1.3e-05 mm/mmC Di 700 mm mm mm MPa mm2 壳程圆筒名义厚度 s 壳程圆筒有效厚度 se 壳程圆筒内直径横截面积 A=0.25  Di2 壳程圆筒金属横截面积 As=s ( Di+s ) 设计压力pt 设计温度Tt 6 4.25 1.79e+05 3.848e+05 9403 1.6 300 筒壳体法兰设计温度下弹性模量 Ef’ 管箱 mm2 MPa C 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st 1.846e+05 16 MPa mm 4 1.86e+05 20G(正火) 230 92 147 1.73e+05 1.842e+05 1.244e-05 mm MPa C MPa MPa MPa MPa mm/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t C 管管子外径 d 管子壁厚25 2 mm mm

注：

换管子根数 n 换热管中心距 S 一根管子金属横截面积at(dt) 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 = Et na/LDi 管子回转半径 i0.25d2(d2t)2351 32 144.5 3000 2900 3790 8.162 mm mm2 mm mm MPa mm mm MPa 热管子受压失稳当量长度 lcr 系数Cr = 10 152.4 2Ett/st 比值 lcr /i l[]crCrcr2(lcri)2 i) 管子稳定许用压应力 (1.225 2Et 管管子稳定许用压应力管材料名称设计温度 tp (lCrcri) lcri[]cr122Crst73.2 MPa 16MnR(正火) 350 116 1.79e+05 2 50 48 0 0.4 0.4 DiC tr 设计温度下许用应力MPa MPa mm mm mm mm2 mm MPa MPa 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  K21318.Etna/EpL4.11 K = 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 46 管材料名称 \"f管箱法兰厚度 16MnR(正火) 46 860 7.515e+07 3.266e+07 80 0.005714 0.06571 0.00 0.000151 mm mm Nmm Nmm mm 法兰外径 Df 箱基本法兰力矩 Mm 法兰管程压力操作工况下法兰力Mp 法兰宽度 bf(DfDi)/2 比值h/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 2f\"DiEh\"] 326) 旋转刚度壳体法材料名称 'f壳体法兰厚度 \"bf12Ef\"Kf[12Dibf9.542 MPa 16MnR(正火) 44 860 80 0.006071 0.06286 mm mm mm 法兰外径 Df 法兰宽度 bf(DfDi)/2 比值 s/Di '比值f/Di 系数C, 按h/Di ,f”/Di , 查'<>图<>图E']s 30.00 25 兰系数, 按h/Di ,f”/Di , 查'0.0001626 26 K'f旋转刚度 ''212Efbff[12DibfDi8.573 MPa 法兰外径与内径之比 KDfDi 1.229 N/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 KfE2(li)~ Kf4Kt 0.001777 0

系管板第一弯矩系数(按K,Kf查<>图 27) m1 m1KKf ~~~0.1075 14.73 2.952 4.445 3.591 系数数系数(按KtKf查<>图 29) G2 Etna换热管束与不带膨胀节壳体刚度之比 QEsAs QexEtna(EsAsKexL)EsAsKexL 换热管束与带膨胀节壳体刚度之比管板第二弯矩系数(按K,Q或Qex查图28(a)或(b))m2 <>m1M12K(QG2) 系数（带膨胀节时Qex代替Q） 0.001768 计系数 (按K,Q或Qex 查图30) G3 法兰力矩折减系数 Kf(KfG3) M~0.01187 0.1302 0.9722 mm2 mm2 ~~管板边缘力矩变化系数算 ~~1K fK\"f \"MfMKfKf法兰力矩变化系数 0.8734 2.43e+05 2.563e+05 管管板开孔后面积 Al = A - 0.25 nd 2板管板布管区面积参 2 (三角形布管) At0.866nSAd 2 (正方形布管 ) AtnSAd 数管板布管区当量直径系数计算 Dt4At/ 571.2 0.6314 0.1719 5.575 8.46 0.8161 0.756 mm 系数 Al/A 系数 na/Al 系数 s0.40.6(1Q)/ 系数(带膨胀节时Qex代替Q) t0.4(1)(0.6Q)/ 管板布管区当量直径与壳体内径之比 tDt/Di 管板周边不布管区无量纲宽度 k = K(1-t)

仅有壳程压力Ps作用下的危险组合工况 (Pt = 0)

管板总弯矩系数 mm1m2 1系数G1e仅用于系数G1i 当 m0时,按K和m 查图31(a)实线当 ~4Mm 基本法兰力矩系数 MmDi3Pa 换热管与壳程圆筒热膨胀变形差不计温差应力计温差应力 0.0 -0.001212 =t(tt-t0)-s(ts-t0) 0.55 3.066 0.55 -35.3 MPa MPa 当量压力组合 PcPs 有效压力组合 PasPsEt 0.1441 0.1458 2.147 2.484 0.7254 1.382 -0.01252 -0.0108 -0.159 -0.5511 0.1609 0.7278 管板边缘力矩系数MMm(M)M1 ~~管板边缘剪力系数 M ~m0时G1e3mK m0时,按K和m 查图31（b）系数G1 m > 0 ,G1=max(G1e,G1i), m< 0 , ~1.382 0.7278 G1=G1i 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)G1 0.1469 4QG20.02068 =3'r~处径向应力系数管板布管区周边 m(1) 4K(QG2)14QG2~0.1929 0.1064 0.01721 计算值许用值 -0.01143 0.02842 -0.003174 计算值许用值 ~处剪切应力系数 ~p=1 壳体法兰力矩系数MwsMm(Mf)M1 ~rrPaDi2trtrtrtrPa~'Dikk2'rr1(2m)m2mpPa~Dt2ptrtr

壳体法兰应力 'f4YMwsPa(~Di'f) 263.26 19.1 1.5 tr 174 134.3 104.8 3 tr 348 3 t tMPa MPa 换热管轴向应力 tt 92 GQ1tPc2Pa QG2276 cr 73.2 壳程圆筒轴向应力 A(1)P caAs(QG2)cr 73.2 t3c 33.71 c t-103.7 MPa 107.2 换热管与管板连接拉脱应力 q =ta dl321.6 55.08 3[q]焊接 [q]胀接 10.04 [q] 46 MPa 138 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不计温差应力计温差应力 =t(tt-t0)-s(ts-t0) 0.0 -1.875 -13.54 -0.01419 -0.01419 -0.2089 -0.8125 0.2372 0.8992 -0.001212 -1.875 -51.9 -0.0037 -0.0037 -0.05448 -0.09322 0.02722 0.4274 当量压力组合 PcPt(1) MPa MPa 有效压力组合 PatPtEt 操作情况下法兰力矩系数Mp~4Mp DPa3i管板边缘力矩系数 MMp ~~~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 m1m2 1m0时G1e3mK m0时,按K和m 查图31（a）实线 m0时,按K和m 查31（b) 系数G1 m>0, G1=max(G1e,G1i); m<0 ,G1=G1i 管板径向应力系数 0.8992 0.4274 1(1)G1 r= 4QG2带膨胀节Q为Qex ~0.02404 0.01366

管板布管区周边处径向应力系数  ~'r=3m(1) 4K(QG2)=-0.01586 -0.002174 管板布管区周边处剪切应力系数 ~p11 4QG2~0.02674 -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 MwsMpM1 ~2~ MPa Di 109.2 管板径向应力 rPra管板布管区周边处径向应力 1.5 tr 174 1.5mm1m 12238 3 tr 348 3tr 348 Pa~'Di'rr2kk21(2m) m2m 82.67 174 170.1 MPa ~管板布管区周边剪切应力PapDt -6.798 p0.5 tr 58 1.5 tr 174 -31.16 140 1.5 tr MPa 174 3 tr 348 MPa D壳体法兰应力YMwsPa(i)2 4f''f~58.65 换热管轴向应力 tG2Q 1PPcQG2a 30.4 tt 92 119.5 t3 t MPa 276 cr 73.2 壳程圆筒轴向应力 cr 73.2 t3c cA(1)[PtP] As(QG2)a28.08 c t-105.9 MPa 107.2 321.6 62.81 3[q]焊接 [q]胀接换热管与管板连接拉脱应力 q =ta dl50 15.98 mm [q] 46 MPa 138 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 []t ft计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系简图 0.550 0.550 350.0 0.0 0.0 16MnR(正火) 134.0 16MnR(热轧) 157.0 116.0 40MnVB 228.0 170.0 24.0 20.8 24 Di Db Le 700.0 815.0 22.5 软垫片 Do D外 LA N 1a,1b MPa MPa  C N N.mm MPa MPa MPa 兰应力材料名称 []b []t b螺许用应力 MPa MPa mm mm 个 860.0 765.0 31.5 25.0 D内 h m b 715.0 10.0 2.00 8.94 栓公称直径 d B 螺栓根径 d 1 数量 n 垫结构尺寸 mm 材料类型压紧面形状 δ0 δ1 16.0 26.0 y(MPa) 11.0 DG 747.1 片 b0≤6.4mm b= b0 b0 > 6.4mm b=2.53b0 b0≤6.4mm DG= ( D外+D内 )/2 b0 > 6.4mm DG= 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Wp Wa= πbDG y = 230941.7 Wp = Fp + F = 287301.9 N N 所需螺栓总截面积 Am 实际使用螺栓总截面积 Ab Am = max (Ap ,Aa ) = 1690.0 mm2 mm2 Ab = n42d1 = 8117.5 力矩计算操 2FD = 0.785Dipc N LD= L A+ 0.5δ1 = 44.5 LG= 0.5 ( Db - DG ) = 33.9 mm MD= FD LD = 9414309.0 MG= FG LG = 1567064.6 MT= FT LT = 1345794.2 N.mm = 211557.5 FG = Fp 作 = 46165.0 FT = F-FD Mp = 29434.0 预紧 Ma 计算力矩 N N mm N.mm N.mm N.mm N.mm LT=0.5(LA + 1 + LG ) mm = 45.7 外压: Mp = FD (LD - LG )+FT(LT-LG ); 内压: Mp = MD+MG+MT Mp = 12327168.0 W = 1118052.9 N LG = 33.9 mm Ma=W LG = 37952176.0 Mo= Mp 与Ma[]f/[]f中大者 Mo = 28041098.0 tN.mm

螺栓间距校核实际间距最小间距 DbLn = 106.7 Lmin 56.0 (查GB150-98表9-3) Lmax158.4 形状常数确定 mm mm 最大间距 mm h0Di0105.83 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 T=1.827 = 0.1 K = Do/DI = 1.229 Y =9.550 VI=0.46604 VL=0.00000 兰松式法10 1.6 Z =4.926 FI=0.90449 FL=0.00000 整体法U=10.495 查图9-3和图9-4 查图9-5和图9-6 f = 2.19408 eFIh00.00855 eFLh00.00000 兰 U2d1hooVI = 610087.1 U2d1hooVL = 0.0 3fd10.2 = 0.92

ψ=δf e+1  = /T = 0.76 计算值 =1.39 剪应力校核预紧状态 4fe131.52 许用值 MPa 结论校核合格 1WDil 8.93 Wp 2.29 10.8n 操作状态 2MPa Dil20.8tn 校核合格输入法兰厚度δf = 46.0 mm时, 法兰应力校核应力性质轴向应力 fMo21Di计算值许用值结论 H 141.03 MPa 1.5[]tf =174.0 或 2.5[]tn =335.0( 按整体法兰设计的任意式法兰, 取1.5[]n ) t校核合格径向应力切向应力 R(1.33fe1)M0f2Di 31.30 MPa []tf = 116.0 校核合格 TM0YZR2Dfi 26.61 MPa []tf = 116.0 校核合格综合 max(0.5(HR),0.5(HT))应力 =86.16 法兰校核结果 MPa []tf = 116.0 校核合格校核合格

开孔补强计算计算单位南京工业大学过程装备与控制工程系接管: C, φ114×2 计算方法 : GB150-1998 等面积补强法, 单孔简图设计条件计算压力 pc 设计温度壳体型式壳体材料名称及类型壳体开孔处焊接接头系数φ 壳体内直径 Di 7000.83500.55 MPa ℃ 圆形筒体 16MnR(正火) 板材 mm

壳体开孔处名义厚度δn 壳体厚度负偏差 C1 壳体腐蚀裕量 C2 壳体材料许用应力[σ]t 6 mm 0 mm mm MPa 1134 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 200 mm mm 接管材料名称及类型 20G(热轧)0 1管材 1mm 补强圈材料名称

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 920.312mm 补强圈外径补强圈厚度 mm mm mm MPa mm 补强圈厚度负偏差 C1r MPa 补强圈许用应力[σ]t 开孔补强

计算壳体计算厚度δ 补强圈强度frr 开孔直径 d 接管有效外伸长度 h1 112.601.8 mm 接管计算厚度0.33 mm δt 接管材料强度削弱系数 fr mm 补强区有效宽度 B 15.01225.20.687削弱系数 mm mm mm 接管有效内伸长度 h2 0

开孔削弱所需的补强面积A 接管多余金属面积 A2 补强圈面积 A4 202.8 mm 壳体多余金属面积 A1 2360.4 mm2 7.372 mm 补强区内的焊缝面积 A3 mm2 A-(A1+A2+A3) 236 mm2 A1+A2+A3=403.7 mm2 ，大于A，不需另加补强。 mm2 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q＝110035.3Kg/h＝0.028m3/s

流速范围0.5～2.0m/s 取为2.0m/s 则

Di＝

4qvu＝133.5mm

2pit壁厚t＝0.267mm

piD＝

0.32133.521000.80.32＝

p0.3Sch.x=1000×=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φ159×4.5无缝钢管

q流速校正 u=4D=1.584m/s

v2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,采用岩棉管壳保温,保温结构单位造价为750元/m3,贷款计息年数为5年,复利率为10%,热价为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

0.0420.00018320307026

0.0

609W/(m.K),

表面放热系数为 W/(m.K)

保温工程投资偿还年分摊率

0.110.15s1.163631.16363212

10.151=0.264

计算经济保温层经济厚度

D1lnPtT0Ta2D13.795103HD0PTSS

3.795103100.060980003202020.06097500.26412

0.316

查表得保温层厚度δ=107mm. 计算保温后的散热量

q2T0Ta23.143202010.1590.21220.06091D12lnln0.1590.37112D0D1S0.0609=

131.244W/m

计

TsqTaD1s算保温后表面温度

.244=13120=29.4℃ 0.37112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

＝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u＝21.4mm /15.96mm

故选择PL0101管道规格为φ25×

2无缝钢管

选择PL0102管道规格为φ20×

2无缝钢管

q流速校正 u1=4D=1.04m/s,合适

v2qu2=4D=1.79m/s

v2③脱盐水原料管道的规格

流量q＝855.123Kg/h＝0.00024m3/s

计算过程同上

选择DNW0101管道规格为φ22

×2无缝钢管

选择DNW0102管道规格为φ18

×2无缝钢管

流速校正 u1=

qu2=4D=1.56m/s

v24qvD2=0.943m/s

④甲醇水混合后原料管道的规格

流量q＝1868.802Kg/h＝0.00060m3/s

计算过程同上

选择PL0103管道规格为φ32×

2无缝钢管

选择PL0104 、PL0105管道规

格为φ25×2无缝钢管

流速校正 u1=

4qvD2=0.974m/s

qu2=4D=1.732m/s

v2⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格

流量

计算过程同上

选择PL0106管道规格为φ48×

4无缝钢管

选择PL0107 、PL0108管道规

格为φ38×3无缝钢管

流速校正 u1=

qu2=4D=1.39m/s

v2qv

＝42000Kg/h＝0.0012m3/s

4qvD2=0.962m/s

⑥冷却水管道的规格

流量q＝95465Kg/h＝0.027m3/s 计

算过程同上

选择CWS0101管道规格为φ

159×4.5无缝钢管

选择CWS0102 、CWR0101管

道规格为φ133×4无缝钢管

流速校正 u1=

qu2=4D=2.2m/s

v24qvD2=1.5m/s

⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规格

流量q＝1868.802Kg/h＝0.043m3/s

计算过程同上

200℃:壁厚t＝

＝0.656mm

300℃:壁厚t＝

＝0.8mm

选择PG0101、PG0102、PG0103、

PG0104管道规格为φ89×4.5无缝钢管

q流速校正 u1=4D=8.55m/s

v22pitpiD1.680＝21230.81.62pitpiD1.680＝21010.81.6⑧其它管道规格尺寸

选择PG0105管道规格为φ73×4 PG0106管道规格为φ89×4.5

PG0107管道规格为φ89×4.5

PL0109管道规格为φ32×4

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：

序所在管管内介质设计压力设计温度流状流8.8.8.8.8.5.公称直径材料号道编号 1 PG0106-氢气量态速 187气50 80M1B PG0101-200 20g .5 相 0 2 20g 9 相 0 6 20g 9 相 0 6 20g 9 相 0 6 20g 9 相 0 6 20g 3 相 5 4 20g 6888882 186气甲醇54.5% 水45.5% 80M1B PG0102-300 3 186气1.6 80M1B-H PG0103-300 4 186气H2 10% CO2 73% H2O 17% 80M1B PG0104-200 5 186气80M1B-H PG0105-H212% CO288% 50 6 155气65M1B RO0101-导热油 0.6 320 7 110液11035 相 .5150L1B-

H RO0102-8 150L1B-H RO0103-9 150L1B-H 10 RO0104-150L1B-H 甲醇常压 50 导热油 0.6 320 导热油 0.6 320 导热油 0.6 320 6 0 110液035 相 110液035 相 110液035 相 101液11.520g 6 0 11.520g 6 0 11.520g 6 0 1.1.1.1.21PL0101-1 20L1B 1PL0102-甲醇常压 50 20g 3.5 相 0 0 101液20g 3.5 相 5 8 186液20g 9 相 2 0 20g 9 相 0 7 2312 15L1B 1PL0103-原料液常压 50 3 32L1B 1PL0104-原料液 1.6 50 186液4 20M1B

1PL0105-原料液 1.6 200 186液1.1.1.1.0.5 20M1B 1PL0106-吸收液 0.4 50 20g 9 相 0 7 20g 0 相 0 0 20g 0 相 2 4 3342420液6 40L1B 1PL0107-吸收液 0.4 50 420液7 32L1B 1PL0108-吸收液 0.4 50 420液8 32L1B 1DNW0101脱盐水 0.3 50 20g 00 相 2 4 液20g 相 0 9 液相 1.6 120g 5 镀锌镀29 -20L1B 2DNW0102脱盐水 0.3 50 855 0 -15L1B 2CWS0101冷却水 0.3 50 855 954液65 相冷却水 0.3 50 11.51 -150L1B 2CWS01025 0 管 954液21

2 -125L1B 65 相 .221.2锌镀锌2 5 管 2CWR0101冷却水 0.3 80 954液65 相食品二氧化碳 3 -125L1B 2PG0107-0.4 50 2 5 管 0Cr18Ni9 136气186 相 1 0 工艺冷凝水 1.6 50 4 80L1B 2PL0109-5 20M1B

4.2 泵的选型

280 液0.20g 相 0 3 2整个系统有五处需要用泵:1.原料水输送计量泵P0101 2.原料甲醇输送计量泵P0102 3.混合原料计量泵P0103 4. 吸收液用泵P0104 5. 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

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

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

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

已知条件:①吸收液的输送温度25℃,密度760Kg/m3.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

工艺所需的正常体积流量为4200/1000=4.20 m/h

泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41 m/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

查表得，40W－40型水泵最佳工况点：扬程40m,流量5.4 m3/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

已知条件:①水的输送温度25℃,密度997Kg/m3.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

工艺所需的正常体积流量为95465/997=95.75 m/h

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

水泵选型，选用离心式水泵

查表得，IS100-65-200型水泵最佳工况点：扬程47m,流量120 m/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：序所在管号道编号管介设设公连接压温直阀门选型阀门型号内计计称

质力度径形式闸阀：1 PG0106-80M1B RO0101-2 150L1B-H RO0104-3 150L1B-H 4 5 PL0101-20L1B PL0102-15L1B PL0103-32L1B DNW0101氢1.气 6 导热油导热油甲甲50 80 法Z41H-1.6C等，兰截止阀：J41H-1.6C 0.3215法闸阀：Z41Y-1.6C等，0.3215法截止阀：3 0 0 兰 J41H-1.6C等常常50 20 50 15 法法法常压 0.3 50 32 螺纹 50 20 法兰、闸阀：Z41Y-1.6C、纹）等，截止等止回阀：H41H-1.6 Z15W-1.0T 3 0 0 兰 Z41H-1.6C、醇压醇压原料液脱兰 Z41H-1.6C、兰 Z15W-1.0K（螺兰、阀：J41H-1.6C6 7 -20L1B 盐

水食品8 PG0107-80L1B 二氧化碳 PL0107-32L1B 吸收液工1PL0109-0 20M1B 艺冷凝水

4.4 管道法兰选型

螺纹闸阀：0.4 50 80 螺Z41H-1.6C等，纹截止阀：J41H-1.6C等法0.4 50 32 螺纹闸阀：回阀：H41H-1.6 9 兰、Z15W-1.0T 止1.6 50 20 法兰 Z15W-1.0T 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：

阀门公序所在管管内介质设计压力设计温度公称直径法兰选型密封面型式公称压力等级称压力等级法兰类型号道编号 1 2 3 4 5 6 PG0106-氢气 50 80M1B PG0101-200 2.5 带8300 2.5 80M1B PG0102-80M1B-H 1.6 颈4.0 平焊法兰 0 混合气体 300 凹凸4.0 面 PG0103-80M1B PG0104-200 80M1B-H PG0105-50 65 2.5 2.5 65M1B

RO0101-7 150L1B-H RO0102-8 150L1B-H RO0103-9 150L1B-H 10 RO0104-150L1B-H 2甲醇常压 50 导热油 0.3 320 导热油 0.3 320 导热油 0.3 320 导热油 0.3 320 150 1PL0101-1 20L1B 1PL0102-甲醇常压 50 0 15 3原料液常压 50 2 15L1B 1PL0103-3 32L1B 1PL0104-原料液 1.6 50 2 20 2原料液 1.6 200 4 20M1B 1PL0105-5 20M1B 0

1PL0106-吸收液 0.4 50 40 3吸收液 0.4 50 6 40L1B 1PL0107-7 32L1B 1PL0108-吸收液 0.4 50 2 32 2脱盐水 0.3 50 1.0 1.0 8 32L1B 1DNW01019 -20L1B 2DNW0102脱盐水 0.3 50 0 15 1冷却水 0.3 50 0 -15L1B 2CWS01011 -150L1B 2CWS0102冷却水 0.3 50 50 1.0 125 1突面 1.0 2 -125L1B 2CWR0101冷却水 0.3 80 3 -125L1B 2PG0107-食品二氧化碳 25 8凹1.0 凸1.0 面 0.4 50 4 80L1B 0

2PL0109-工艺冷凝水 1.6 50 20

5 20M1B 1.6 突面 1.6

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：

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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

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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/T4710-2005《钢制塔式容器》 10.JB/T470-4707-2000《压力容器法兰》 11.HG20592-20635-1997《钢制管法兰、垫片、紧固件》

12.JB/T4746-2002《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/T20668-2000《化工设备设计文件编制规定》

18.TCED41002-2000《化工设备图样技术要求》 19.JB4708-2000《钢制压力容器焊接工艺规程》 20.JB/T4709-2000《钢制压力容器焊接规程》 21.JB4730-2005《压力容器无损检测》 22.JB/T4711-2003《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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