甲醇制氫課程設計

1、<p><b>　　前 言</b></p><p>　　氫氣是一種重要的工業(yè)產品，它廣泛用于石油、化工、建材、冶金、電子、醫(yī)藥、電力、輕工、氣象、交通等工業(yè)部門和服務部門，由于使用要求的不同，這些部門對氫氣的純度、對所含雜質的種類和含量都有不相同的要求，特別是改革開放以來，隨著工業(yè)化的進程，大量高精產品的投產，對高純度的需求量正逐步加大，等等對制氫工藝和裝置的效率、經濟性、靈

2、活性、安全都提出了更高的要求，同時也促進了新型工藝、高效率裝置的開發(fā)和投產。</p><p>　　依據(jù)原料及工藝路線的不同，目前氫氣主要由以下幾種方法獲得：①電解水法；②氯堿工業(yè)中電解食鹽水副產氫氣；③烴類水蒸氣轉化法；④烴類部分氧化法；⑤煤氣化和煤水蒸氣轉化法；⑥氨或甲醇催化裂解法；⑦石油煉制與石油化工過程中的各種副產氫；等等。其中烴類水蒸氣轉化法是世界上應用最普遍的方法，但該方法適用于化肥及石油化工工業(yè)上大規(guī)

3、模用氫的場合，工藝路線復雜，流程長，投資大。隨著精細化工的行業(yè)的發(fā)展，當其氫氣用量在200～3000m3/h時，甲醇蒸氣轉化制氫技術表現(xiàn)出很好的技術經濟指標，受到許多國家的重視。甲醇蒸氣轉化制氫具有以下特點：</p><p>　　與大規(guī)模的天然氣、輕油蒸氣轉化制氫或水煤氣制氫相比，投資省，能耗低。</p><p>　　與電解水制氫相比，單位氫氣成本較低。</p><p&

4、gt;　　所用原料甲醇易得，運輸、貯存方便。</p><p>　　可以做成組裝式或可移動式的裝置，操作方便，搬運靈活。</p><p>　　對于中小規(guī)模的用氫場合，在沒有工業(yè)含氫尾氣的情況下，甲醇蒸氣轉化及變壓吸附的制氫路線是一較好的選擇。本設計采用甲醇裂解+吸收法脫二氧化碳+變壓吸附工藝，增加吸收法的目的是為了提高氫氣的回收率，同時在需要二氧化碳時，也可以方便的得到高純度的二氧化碳。&l

5、t;/p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　設計任務書 ……………………………… 3</p><p>　　甲醇制氫工藝設計 ……………………… 4</p><p>　　2.1 甲醇制氫工藝流程 ……………………………… 4</p><p>　　2.2 物料衡算 ………

6、………………………………… 4</p><p>　　2.3 熱量衡算 ………………………………………… 6</p><p>　　反應器設計 ………………………………. 9</p><p>　　3.1 工藝計算 ………………………………………… 9</p><p>　　3.2 結構設計 ………………………………………....

7、13</p><p>　　管道設計………………………………………....…</p><p>　　自控設計………………………………………....…</p><p>　　技術經濟評價、環(huán)境評價………………………</p><p>　　結束語………………………………………....……</p><p>　　致謝………………………

8、………………....………</p><p>　　參考文獻………………………………………....…</p><p>　　附錄：1.反應器裝配圖，零件圖</p><p><b>　　2.管道平面布置圖</b></p><p><b>　　3.設備平面布置圖</b></p><p>

9、;<b>　　4.管道儀表流程圖</b></p><p><b>　　5.管道空視圖</b></p><p>　　6.單參數(shù)控制方案圖</p><p><b>　　1、設計任務書</b></p><p>　　2、甲醇制氫工藝設計</p><p>　　2.

10、1 甲醇制氫工藝流程</p><p>　　甲醇制氫的物料流程如圖1－2。流程包括以下步驟：甲醇與水按配比1：1.5進入原料液儲罐，通過計算泵進入換熱器（E0101）預熱，然后在汽化塔（T0101）汽化，在經過換熱器(E0102)過熱到反應溫度進入轉化器(R0101)，轉化反應生成H2、CO2的以及未反應的甲醇和水蒸氣等首先與原料液換熱(E0101)冷卻，然后經水冷器(E0103)冷凝分離水和甲醇，這部分水和甲醇可

11、以進入原料液儲罐，水冷分離后的氣體進入吸收塔，經碳酸丙烯脂吸收分離CO2，吸收飽和的吸收液進入解析塔降壓解析后循環(huán)使用，最后進入PSA裝置進一步脫除分離殘余的CO2、CO及其它雜質，得到一定純度要求的氫氣。</p><p>　　圖1－2 甲醇制氫的物料流程圖及各節(jié)點物料量</p><p><b>　　2.2 物料衡算</b></p><p>

12、<b>　　1、依據(jù)</b></p><p>　　甲醇蒸氣轉化反應方程式:</p><p>　　CHOH→CO↑+2H↑ （1-1）</p><p>　　CO+HO→CO↑+ H↑ （1-2）</p><p>　　CHOH分解為CO

13、轉化率99%,反應溫度280℃,反應壓力1.5MPa,醇水投料比1:1.5(mol).</p><p><b>　　2、投料計算量</b></p><p>　　代入轉化率數(shù)據(jù),式(1-3)和式(1-4)變?yōu)?</p><p>　　CHOH→0.99CO↑+1.98H↑+0.01 CHOH</p><p>　　CO+0.9

14、9HO→0.99CO↑+ 1.99H+0.01CO</p><p>　　合并式(1-5),式(1-6)得到:</p><p>　　CHOH+0.981 HO→0.981 CO↑+0.961 H↑+0.01 CHOH+0.0099 CO↑</p><p>　　氫氣產量為: 1200m/h=53.571 kmol/h</p><p>　　甲

15、醇投料量為: 53.571/2.9601ⅹ32=579.126 kg/h</p><p>　　水投料量為: 579.126/32ⅹ1.5ⅹ18=488.638 kg/h</p><p>　　3、原料液儲槽(V0101)</p><p>　　進: 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h</p><p>　　出:

16、 甲醇 579.126 kg/h , 水 488.638 kg/h</p><p>　　4、換熱器 (E0101),汽化塔(T0101),過熱器(E0103)</p><p><b>　　沒有物流變化.</b></p><p>　　5、轉化器 (R0101)</p><p>　　進 : 甲醇 579.126kg/h ,

17、水488.638 kg/h , 總計1067.764 kg/h</p><p>　　出 : 生成 CO 579.126/32ⅹ0.9801ⅹ44 =780.452 kg/h</p><p>　　H 579.126/32ⅹ2.9601ⅹ2 =107.142 kg/h</p><p>　　CO 579.126/32ⅹ0.0099ⅹ28 =

18、5.017 kg/h</p><p>　　剩余甲醇 579.126/32ⅹ0.01ⅹ32 =5.791 kg/h</p><p>　　剩余水 488.638-579.126/32ⅹ0.9801ⅹ18=169.362 kg/h</p><p>　　總計 1067.764 kg/h<

19、;/p><p><b>　　6、吸收塔和解析塔</b></p><p>　　吸收塔的總壓為1．5MPa,其中CO的分壓為0.38 MPa ,操作溫度為常溫(25℃). 此時,每m 吸收液可溶解CO11.77 m.此數(shù)據(jù)可以在一般化工基礎數(shù)據(jù)手冊中找到，二氯</p><p>　　化碳在碳酸丙烯酯中的溶解度數(shù)據(jù)見表1一l及表1—2。</p>

20、<p>　　解吸塔操作壓力為0.1MPa, CO溶解度為2.32,則此時吸收塔的吸收能力為:</p><p>　　11.77-2.32=9.45</p><p>　　0.4MPa壓力下 =pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg/ m</p><p>　　CO體積量 V=780.452/7.20=108.39

21、6 m/h</p><p>　　據(jù)此,所需吸收液量為 108.396/9.45=11.47 m/h</p><p>　　考慮吸收塔效率以及操作彈性需要,取吸收量為 11.47 m/h=34.41 m/h</p><p>　　可知系統(tǒng)壓力降至0.1MPa時,析出CO量為108.396m/h=780.451 kg/h.</p><p>　　混

22、合氣體中的其他組分如氫氣,CO以及微量甲醇等也可以按上述過程進行計算,在此,忽略這些組分在吸收液內的吸收.</p><p><b>　　7、PSA系統(tǒng)</b></p><p><b>　　略.</b></p><p><b>　　8、各節(jié)點的物料量</b></p><p>　　

23、綜合上面的工藝物料衡算結果,給出物料流程圖及各節(jié)點的物料量,見圖1一2.</p><p><b>　　3.3 熱量衡算</b></p><p><b>　　1、汽化塔頂溫確定</b></p><p>　　在已知汽相組成和總壓的條件下，可以根據(jù)汽液平衡關系確定汽化塔的操作溫度·甲醇</p><p

24、>　　和水的蒸氣壓數(shù)據(jù)可以從一些化工基礎數(shù)據(jù)手冊中得到：表1-3列出了甲醇的蒸氣壓數(shù)據(jù)·</p><p>　　水的物性數(shù)據(jù)在很多手冊中都可以得到，這里從略。</p><p>　　在本工藝過程中,要使甲醇水完全汽化,則其汽相分率必然是甲醇40%,水60%(mol)且已知操作壓力為1.5MPa,設溫度為T,根據(jù)汽液平衡關系有</p><p>　　0.4p

25、+0.6p=1.5MPa</p><p>　　初設 T=170℃ p=2.19MPa; p=0.824 MPa</p><p>　　p=1.3704<1.5 MPa</p><p>　　再設 T=175℃ p=2.4MPa; p=0.93 MPa</p><p>　　p=1.51 MPa</p>

26、<p>　　蒸氣壓與總壓基本一致,可以認為操作壓力為1.5MPa時,汽化塔塔頂溫度為175℃.</p><p>　　2、轉換器(R0101)</p><p>　　兩步反應的總反應熱為49.66kJ/mol,于是,在轉化器內需要供給熱量為:</p><p>　　Q=579.1260.99/321000(-49.66)</p><p>

27、;　　=-8.9010 kJ/h</p><p>　　此熱量由導熱油系統(tǒng)帶來,反應溫度為280℃,可以選用導熱油溫度為320℃,導熱油溫度降設定為5℃,從手冊中查到導熱油的物性參數(shù),如比定壓熱容與溫度的關系,可得:</p><p>　　c=4.18680.68=2.85kJ/(kg·K), c=2.81kJ/(kg·K)</p><p>　　取平

28、均值 c=2.83 kJ/(kg·K)</p><p>　　則導熱油用量 w=Q/(ct)= 8.9010/(2.835)=62898 kg/h</p><p>　　3、過熱器(E0102)</p><p>　　甲醇和水的飽和蒸氣在過熱器中175℃過熱到280℃,此熱量由導熱油供給.從手冊中可以方便地得到甲醇和水蒸氣的部分比定壓熱容數(shù)據(jù),見表

29、1-4.</p><p>　　氣體升溫所需熱量為:</p><p>　　Q= cmt=(1.90579.126+4.82488.638) (280-175)=3.6310kJ/h</p><p>　　導熱油c=2.826 kJ/(kg·K), 于是其溫降為:</p><p>　　t=Q/(cm)= 3.6310/(2.8266289

30、8)=2.04℃</p><p>　　導熱油出口溫度為: 315-2.0=313.0℃</p><p>　　4、汽化塔（TO101 ) 認為汽化塔僅有潛熱變化。175 ℃ 甲醇H = 727.2kJ/kg 水 H = 203IkJ/kg</p><p>　　Q=579.126727.2+2031488.638=1.4110 kJ/h</p>

31、<p>　　以300℃導熱油c計算 c=2.76 kJ/(kg·K)</p><p>　　t=Q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=8.12℃</p><p>　　則導熱油出口溫度 t=313.0-8.1=304.9℃</p><p>　　導熱油系統(tǒng)溫差為T=320-304.9=15.1℃ 基本合適.</p>

32、<p>　　5、換熱器（EO101)</p><p>　　殼程：甲醇和水液體混合物由常溫（25 ℃ ）升至175 ℃ ，其比熱容數(shù)據(jù)也可以從手冊中得到，表1 一5 列出了甲醇和水液體的部分比定壓熱容數(shù)據(jù)。液體混合物升溫所需熱量</p><p>　　Q= cmt=(579.1263.14+488.6384.30) (175-25)=5.8810kJ/h</p>&

33、lt;p>　　管程：沒有相變化，同時一般氣體在一定的溫度范圍內，熱容變化不大，以恒定值計算，這里取各種氣體的比定壓熱容為： c10.47 kJ/(kg·K)</p><p>　　c14.65 kJ/(kg·K)</p><p>　　c 4.19 kJ/(kg·K)</p><p>　　則管程中反應后氣體混合物的溫度變

34、化為：</p><p>　　t=Q/(cm)=5.8810/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=56.3℃</p><p>　　換熱器出口溫度為 280-56.3=223.7℃</p><p>　　6、冷凝器（EO103) 在E0103 中包含兩方面的變化：①CO, CO, H的冷卻以及②CHOH , HO的冷卻和冷

35、凝. ① CO, CO, H的冷卻</p><p>　　Q=cmt=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.017) (223.7-40)=1.7910kJ/h</p><p>　　② CHOH的量很小，在此其冷凝和冷卻忽略不計。壓力為1.5MPa時水的冷凝熱為：</p><p>　　H=2135KJ/kg,總冷凝熱 Q=Hm=2135

36、169.362=3.6210kJ/h</p><p>　　水顯熱變化Q= cmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kJ/h</p><p>　　Q=Q+Q+ Q=2.2810kJ/h</p><p>　　冷卻介質為循環(huán)水，采用中溫型涼水塔，則溫差△T=10℃</p><p>　　用水量 w=Q/( ct)= 2.2

37、810/(4.1910)=54415kg/</p><p><b>　　3、反應器設計計算</b></p><p><b>　　3.1 工藝計算</b></p><p>　　已知甲醇制氫轉化工藝的基本反應為：CH3OH+H2O=CO2+3H2。該反應在管式反應器進行，進出反應器的各物料的工藝參數(shù)如表3-1所示。</p

38、><p>　　表3-1 反應器的物流表</p><p>　　（1）計算反應物的流量</p><p>　　對于甲醇，其摩爾質量為_32 kg·k/mol，則其摩爾流量為：579.126/32=18.098kmol/h</p><p>　　對于水，其摩爾質量為 18 kg·k/mol，其摩爾流量為：488.638/18=2

39、7.147 kmol/h</p><p>　　對于氫氣，其摩爾質量為 2 kg·k/mol,其摩爾流量為：107.142/2=53.571 kmol/h</p><p>　　對于一氧化碳，其摩爾質量為 28 kg·k/mol,其摩爾流量為：5.017/28=0.179 kmol/h</p><p>　　進料氣中甲醇的摩爾分率yA為：<

40、;/p><p><b>　　yA=</b></p><p>　　對于甲醇和水，由于溫度不太高（280 oC），壓力不太大（1.5MPa），故可將其近似視為理想氣體考慮。有理想氣體狀態(tài)方程pV=nRT，可分別計算出進料氣中甲醇和水的體積流量：</p><p>　　甲醇的體積流量VA為：</p><p>　　VA= m3/h

41、</p><p>　　水的體積流量VB為：</p><p><b>　　VB= m3/h</b></p><p><b>　　進料氣的總質量為：</b></p><p>　　mo= 55.489+83.233=1067.764 kg/h</p><p>　?。?）計算反應的轉

42、化率</p><p>　　進入反應器時甲醇的流量為579.126 kg/h，出反應器時甲醇的流量為5.791 kg/h，則甲醇的轉化率xAf為：</p><p><b>　　xAf=</b></p><p>　　即反應過程中消耗甲醇的物質的量為：18.098×99%=17.917 kmol/h</p><p>

43、　?。?）計算反應體系的膨脹因子</p><p>　　由體系的化學反應方程式可知，反應過程中氣體的總物質的量發(fā)生了變化，可求出膨脹因子δA。對于甲醇有：</p><p><b>　　δA=</b></p><p><b>　?。?）計算空間時間</b></p><p>　　根據(jù)有關文獻，該反應為一級

44、反應，反應動力學方程為：</p><p><b>　　rA=kpA</b></p><p>　　k=5.5×10-4e </p><p><b>　　CA=CAO</b></p><p>　　上式兩邊同乘以RT，則得：</p><p><b>　　pA=C

45、AORT</b></p><p>　　反應過程的空間時間τ為：</p><p><b>　　τ=CAO∫</b></p><p>　　= CAO∫ /[k CAORT]</p><p><b>　　=∫dxA</b></p><p>　　將k=5.5×1

46、0-4em3/(kmol·h)，R=8314.3，T=553.15K，δA=2，yA=0.4，代入上式，可得空間時間：</p><p><b>　　τ=0.0038h</b></p><p>　?。?）計算所需反應器的容積</p><p><b>　　VR=τVO</b></p><p>

47、　　進料氣的總體積流量為：</p><p>　　VO=55.489+83.233=138.722 m/h=0.0385 m/s</p><p>　　則可得所需反應器的容積為：</p><p>　　VR=τVO =0.0038×138.722=0.527 m</p><p><b>　?。?）計算管長</b>&l

48、t;/p><p>　　由文獻可知，氣體在反應器內的空塔流速為0.1m/s，考慮催化劑填層的空隙率對氣體空塔速度的影響，取流動速度為μ=0.2m/s，則反應管的長度為：</p><p>　　l=τu=0.0038×3600×0.2=2.736m</p><p>　　根據(jù)GB151推薦的換熱管長度，取管長l=3m。</p><p>

49、;　　反應器內的實際氣速為：</p><p><b>　　u==</b></p><p><b>　?。?）計算反應熱</b></p><p>　　甲醇制氫的反應實際為兩個反應的疊合，即</p><p>　　CH3OH=CO+2H2-90.8kj/mol</p><p>　　

50、CO+H2O=CO2+H2+43.5kj/mol</p><p>　　反應過程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化學反應式可知，每轉化1kmol的甲醇就可生成1kmol的一氧化碳，則反應過程中產生的一氧化碳的物質的量為17.917kmol/h。反應器出口處的一氧化碳的物質的量為0.179kmol/h，轉化的一氧化碳的物質的量為：</p><p>　　17.917-0.179=17.738

51、kmol/h</p><p>　　一氧化碳的轉化率為：</p><p><b>　　xCO=</b></p><p>　　則反應過程中所需向反應器內供給的熱量為：</p><p>　　Q=90.8×10×17.917-43.5×10×17.738=855.261×10kJ

52、/h</p><p>　?。?）確定所需的換熱面積</p><p>　　假定選用的管子內徑為d，壁厚為t，則其外徑為d+2t，管子數(shù)量為n根。</p><p>　　反應過程中所需的熱量由導熱油供給，反應器同時作為換熱器使用，根據(jù)GB151，320oC時鋼的導熱系數(shù)為λ=44.9W/（m·OC），管外油側的對流給熱系數(shù)為αo=300W/（m2·OC

53、），管內側的對流給熱系數(shù)為αi=80 W/（m2·OC），根據(jù)表5-2所列的壁面污垢系數(shù)查得，反應管內、外側的污垢系數(shù)分別為0.0002 m2·OC/W 和0.0008 m2·OC/W</p><p>　　總污垢系數(shù)為Rf=0.0002+0.0008=0.001 m2·OC/W</p><p>　　根據(jù)傳熱學，反應器的傳熱系數(shù)為：</p>

54、;<p>　　K=1/（+++Rf）</p><p>　　由于的值接近于1，對K帶來的誤差小于1%；鋼管的傳熱很快，對K的影響也很小，故可將上式簡化為：</p><p>　　K=1/（++Rf）= W/（ m2·OC）=213.84kJ/(h·m·OC)</p><p>　　由于反應器所需的換熱面積為：</p>

55、<p><b>　　F==m</b></p><p>　?。?）計算管子的內徑</p><p>　　反應器需要的換熱面積為：F=nπdl</p><p>　　反應器內氣體的體積流量為：</p><p><b>　　VO=nu</b></p><p>　　聯(lián)立上述

56、兩式，并將l= 6m，u= 0.22(m/s) ，F(xiàn)= 99.988(m) VO= 0.0385(m/s) 代入，即可得所需管子的內徑為：d=0.0210m。</p><p>　　根據(jù)計算所得的管子內徑，按前述換熱設備設計選擇合適的管子型號和所需的管數(shù)及布管方式。</p><p><b>　　結構設計</b></p><p>　　3

57、.2 外殼結構設計</p><p>　　按照GB150-1998《鋼制壓力容器》進行結構設計計算。</p><p><b>　　筒體</b></p><p>　　(1) 筒體內徑:700mm</p><p>　　設計壓力：P=1.1=0.55MPa 設計溫度取35

58、0 C</p><p>　　筒體材料：16MnR 焊接接頭系數(shù) Φ=0.8</p><p>　　鋼板厚度負偏差C1=0,腐蝕裕量C2=1.0mm,厚度附加量C= C1+ C2=1.0mm.</p><p><b>　　筒體的計算厚度計算</b></p><p

59、><b>　　δ = =mm</b></p><p>　　考慮厚度附加量并圓整至鋼板厚度系列，得材料名義厚度n = 4mm.取</p><p><b>　　強度校核 </b></p><p>　　有效厚度e =n - C1- C2=5mm</p><p>　　t = = MPa < =1

60、34 MPa</p><p><b>　　符合強度要求。</b></p><p>　　（2）根據(jù)筒徑選用非金屬軟墊片： </p><p>　　墊片厚度：3 墊片外徑:765 墊片內徑：715</p><p>　　根據(jù)筒體名義厚度選用乙型平焊法蘭（JB4702） 法蘭材料：16MnR

61、 </p><p>　　表3-2 筒體法蘭數(shù)據(jù)</p><p><b>　　封頭</b></p><p>　　（1）封頭內徑：700mm</p><p>　　設計壓力：P=1.6MPa 設計溫度取300 C</p><p>　　封頭材料

62、：16MnR 焊接接頭系數(shù) Φ=1.0</p><p>　　鋼板厚度負偏差C1=0,腐蝕裕量C2=1.0mm,厚度附加量C= C1+ C2=1.0mm.</p><p><b>　　封頭的計算厚度計算</b></p><p>　　選用標準橢圓形封頭，K=1.0</p&

63、gt;<p><b>　　= =</b></p><p>　　考慮厚度附加量并圓整至鋼板厚度系列，取封頭名義厚度與筒體厚度相同，得材料名義厚度n = 6mm.</p><p><b>　　強度校核 </b></p><p>　　有效厚度e =n - C1- C2=7mm</p><p>

64、;　　t = =MPa< =144MPa</p><p><b>　　符合強度要求。</b></p><p>　　根據(jù)筒徑選用標準橢圓形封頭直邊高：25 曲邊高：200 壁厚：6</p><p>　　7、換熱管（GB151-1999）</p><p>　　管子材料：16MnR &l

65、t;/p><p>　　根據(jù)上節(jié)中計算的管子內徑選用尺寸：φ25×2 管長：3000 根數(shù)：345</p><p>　　實排根數(shù)：351（外加6根拉桿） 排列形式：正三角形 </p><p>　　中心距：32 管束中心排管數(shù)：21 長徑比：4.28

66、 </p><p><b>　　8、管程數(shù)據(jù)</b></p><p>　　管程數(shù)：1 管程氣體流速：1m/s </p><p>　　進出口接管尺寸：φ60×1.6 接管材料：16Mn</p><p>　　法蘭類型：板式平焊法蘭（HG20593-

67、97） 法蘭材料：20R </p><p>　　表3-3 管程法蘭數(shù)據(jù)</p><p><b>　　9、殼程數(shù)據(jù)</b></p><p>　　殼程數(shù)：1 殼程液體流速：1.2m/s </p><p>　　進出口接管尺寸：φ114×2 接管

68、材料：16Mn</p><p>　　法蘭類型：板式平焊法蘭（HG20593-97） 法蘭材料：16MnR </p><p>　　表3-4 殼程法蘭數(shù)據(jù)</p><p>　　12、折流板（GB151-1999）</p><p>　　材料：16MnR 形式：單弓形 外直徑：795.5 管孔直徑：25.4&

69、lt;/p><p>　　缺口弦高：140 間距：330 板數(shù)：8 厚度：6</p><p>　　13、拉桿（GB151-1999）</p><p>　　直徑：16 螺紋規(guī)格：M16 根數(shù)；6</p><p>　　14、耳座（JB/T4725-92）&l

70、t;/p><p>　?。?）耳式支座選用及驗算</p><p>　　由于該吸收塔相對結構較小，故選用結構簡單的耳式支座。</p><p>　　根據(jù)JB/T4732－92 選用支座：JB/T4732－92，耳座A3，其允許載荷[Q]=30Kn,適用公徑DN 700～1400，支座處許用彎矩[M]=8.35kN*m。支座材料Q235－A*F。</p><

71、p>　　支座承受的實際載荷計算</p><p>　　水平地震載荷為：p＝</p><p>　　為地震系數(shù)，地震設計烈度為7時，＝0.24</p><p>　　為設備總質量經計算該反應器的＝1119kg</p><p>　　水平地震載荷為：p＝＝0.24×1119×9.8＝2631.99N</p><

72、;p>　　水平風載荷為：p＝1.2×1.0×550×3400×1500＝3366N</p><p><b>　　偏心載荷G＝0 N</b></p><p><b>　　偏心距S＝0 mm</b></p><p>　　其中f為風壓高度變化系數(shù)，按設備質心所在高度。q為基本風壓，假

73、設該填料塔安裝在南京地區(qū)，南京地區(qū)的q＝550N/m。f風壓高度系數(shù)見參考資料。</p><p>　　水平力取p與 p兩者的大值，即P＝Pe+0.25pw=2631.99+0.25*3366=3473.5N</p><p><b>　　支座安裝尺寸為D：</b></p><p><b>　　D= </b></p>

74、;<p>　　式中，為耳式支座側板厚度；為耳式支座襯板厚度。</p><p>　　支座承受的實際載荷為Q：</p><p>　　Q＝×10＝11.3KN<＝30 KN</p><p>　　式中，G為偏心載荷；S為偏心距。</p><p>　　滿足支座本體允許載荷的要求。</p><p>　

75、　支座處圓筒所受的支座彎矩M計算</p><p><b>　　M＝</b></p><p>　　因此，開始選用的2A3支座滿足要求。</p><p><b>　　形式：A3型</b></p><p>　　高度：200 底板：L1:125 b1:

76、80 δ1：8 s1:40</p><p>　　筋板：L2:100 b2:100 δ2：5 墊板：L3：20 b3:160 δ3：6 e:24</p><p>　　地角螺栓規(guī)格：M24 螺栓孔直徑：27</p><p><b>　　15、管板</b></p>&l

77、t;p>　　材料：16MnR 換熱管管孔直徑：25 拉桿管孔直徑：18 </p><p>　　厚度：50 外徑：860</p><p><b>　　3.3 SW6校核</b></p><p><b>　　注：</b></p

78、><p><b>　　4、管道設計</b></p><p><b>　　4.1 管子選型</b></p><p>　　(1) 材料——綜合考慮設計溫度、壓力以及腐蝕性（包括氫腐蝕），本裝置主管道選擇20g無縫鋼管，理由如下：</p><p>　?、俑g性——本生產裝置原料甲醇、導熱油對材料無特殊腐蝕性；

79、產品氫氣對產品可能產生氫腐蝕，但研究表明碳鋼在220℃以下氫腐蝕反應速度極慢，而且氫分壓不超過1.4MPa時，不管溫度有多高，都不會發(fā)生嚴重的氫腐蝕。本裝置中臨氫部分最高工作溫度為300℃，雖然超過220℃，但轉化氣中氫氣的分壓遠低于1.4MPa。所以20g無縫鋼管符合抗腐蝕要求。</p><p>　?、跍囟取?0g無縫鋼管的最高工作溫度可達475℃，溫度符合要求。</p><p>　　

80、③經濟性——20g無縫鋼管屬于碳鋼管，投資成本和運行維護均較低。</p><p>　　二氧化碳用于食品，其管道選用不銹鋼。</p><p>　　(2) 管子的規(guī)格尺寸的確定及必要的保溫層設計</p><p>　?、賹嵊凸艿赖囊?guī)格和保溫結構的確定</p><p>　　流量＝110035.3Kg/h＝0.028m3/s 流速范圍0.5～2.0

81、m/s 取為2.0m/s 則</p><p>　　Di＝＝133.5mm </p><p>　　壁厚t＝＝＝0.267mm </p><p>　　Sch.x=1000×=1000×=3</p><p>　　查表應選用Sch.5系列得管子</p><p>　　故選擇RO0101、RO0102、RO

82、0103、RO0104管道規(guī)格為φ159×4.5無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u==1.584m/s </p><p><b>　　保溫層計算:</b></p><p>　　管道外表面溫度T0=320,環(huán)境年平均溫度Ta=20℃,年平均風速為2m/s,采用巖棉管殼保溫,保溫結構單位造價為750元/m3,貸款計息年數(shù)為5年,復

83、利率為10%,熱價為10元/106kJ.</p><p>　　設保溫層外表面溫度為30℃,巖棉在使用溫度下的導熱系數(shù)為</p><p>　　0.0609W/(m.K),</p><p><b>　　表面放熱系數(shù)為</b></p><p>　　12 W/(m2.K)</p><p>　　保溫工程投資

84、償還年分攤率</p><p><b>　　S==0.264</b></p><p>　　計算經濟保溫層經濟厚度</p><p><b>　　=0.316</b></p><p>　　查表得保溫層厚度δ=107mm. </p><p><b>　　計算保溫后的散熱量&

85、lt;/b></p><p>　　=131.244W/m</p><p>　　計算保溫后表面溫度 ==29.4℃</p><p>　　計算出來的表面溫度29.4℃略低于最初計算導熱系數(shù)是假設的表面溫度30℃,故δ=107mm的保溫層可以滿足工程要求.</p><p>　?、诩状荚瞎艿赖囊?guī)格</p><p>　　

86、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 則</p><p>　　Di＝＝21.4mm /15.96mm</p><p>　　故選擇PL0101管道規(guī)格為φ25×2無縫鋼管</p><p>　　選擇PL0102管道規(guī)格為φ20×2無縫鋼管</p>

87、<p>　　流速校正 u1==1.04m/s,合適 u2==1.79m/s</p><p>　?、勖擕}水原料管道的規(guī)格</p><p>　　流量＝855.123Kg/h＝0.00024m3/s 計算過程同上</p><p>　　選擇DNW0101管道規(guī)格為φ22×2無縫鋼管</p><p>　　選擇DNW0102管道規(guī)格

88、為φ18×2無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u1==0.943m/s u2==1.56m/s</p><p>　?、芗状妓旌虾笤瞎艿赖囊?guī)格</p><p>　　流量＝1868.802Kg/h＝0.00060m3/s 計算過程同上</p><p>　　選擇PL0103管道規(guī)格為φ32×2無縫鋼管</p

89、><p>　　選擇PL0104 、PL0105管道規(guī)格為φ25×2無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u1==0.974m/s u2==1.732m/s</p><p>　　⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的規(guī)格</p><p>　　流量＝42000Kg/h＝0.0012m3/s 計算過程同上</p><p>　

90、　選擇PL0106管道規(guī)格為φ48×4無縫鋼管</p><p>　　選擇PL0107 、PL0108管道規(guī)格為φ38×3無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u1==0.962m/s u2==1.39m/s</p><p><b>　?、蘩鋮s水管道的規(guī)格</b></p><p>　　流量＝954

91、65Kg/h＝0.027m3/s 計算過程同上</p><p>　　選擇CWS0101管道規(guī)格為φ159×4.5無縫鋼管</p><p>　　選擇CWS0102 、CWR0101管道規(guī)格為φ133×4無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u1==1.5m/s u2==2.2m/s</p><p>　?、逷G0101

92、、PG0102、PG0103、PG0104混合氣管道的規(guī)格</p><p>　　流量＝1868.802Kg/h＝0.043m3/s 計算過程同上</p><p>　　200℃:壁厚t＝＝＝0.656mm</p><p>　　300℃:壁厚t＝＝＝0.8mm</p><p>　　選擇PG0101、PG0102、PG0103、PG0104管道規(guī)

93、格為φ89×4.5無縫鋼管</p><p>　　流速校正 u1==8.55m/s </p><p><b>　?、嗥渌艿酪?guī)格尺寸</b></p><p>　　選擇PG0105管道規(guī)格為φ73×4 PG0106管道規(guī)格為φ89×4.5 </p><p>　　PG0107管道規(guī)格為φ8

94、9×4.5 PL0109管道規(guī)格為φ32×4</p><p>　　類似以上管道規(guī)格的計算過程,將本工藝所有主要管道工藝參數(shù)結果匯總于下表：</p><p><b>　　4.2 泵的選型</b></p><p>　　整個系統(tǒng)有五處需要用泵:1.原料水輸送計量泵P0101 2.原料甲醇輸送計量泵P0102 3.混合原料

95、計量泵P0103 4. 吸收液用泵P0104 5. 冷卻水用泵P0105</p><p>　　甲醇計量泵P0102選型</p><p>　　已知條件：甲醇正常投料量為1013.479kg/h。溫度為25℃。密度為0.807kg/L；操作情況為泵從甲醇儲槽中吸入甲醇，送入原料液儲罐，與水混合</p><p>　　工藝所需正常的體積流量為：1013.479/0.8

96、07＝1255.86L/h</p><p>　　泵的流量Q＝1.05×1255.86＝1318.65L/h</p><p>　　工藝估算所需揚程80m,泵的揚程H＝1.1×80＝88m</p><p>　　折合程計量泵的壓力：P=gh=807×9.81×88/106=0.697MPa</p><p>　

97、　泵的選型：查表得，JD1600/0.8型計量泵的流量為1600L/h，壓力0.8MPa，轉速115r/min，電機功率2.2KW，滿足要求</p><p>　　純水計量泵P0101選型</p><p>　　已知條件：水的正常投料量為855.123kg/h。溫度為25℃。密度為0.997kg/L；操作情況為泵從純水儲槽中吸入水，送入原料液儲罐，與甲醇混合</p><p&

98、gt;　　工藝所需正常的體積流量為：855.123/0.997＝857.70L/h</p><p>　　泵的流量Q＝1.05×857.70＝900.58L/h</p><p>　　工藝估算所需揚程80m,泵的揚程H＝1.1×80＝88m</p><p>　　折合程計量泵的壓力：P=gh=997×9.81×88/106=0.86

99、1MPa</p><p>　　泵的選型：查表得，JD1000/1.3型計量泵的流量為1000L/h，壓力1.3MPa，轉速115r/min，電機功率2.2KW，滿足要求</p><p>　　混合原料計量泵P0103選型</p><p>　　已知條件：原料的正常投料量為1868.802kg/h。溫度為25℃。密度為0.860kg/L；操作情況為泵從原料液儲槽V0101

100、中吸入原料，送入預熱器E0101 </p><p>　　工藝所需正常的體積流量為：1868.802/0.860＝2173.03L/h</p><p>　　泵的流量Q＝1.05×2173.03＝2281.68L/h</p><p>　　工藝估算所需揚程80m,泵的揚程H＝1.1×80＝88m</p><p>　　折合程計量泵

101、的壓力：P=gh=860×9.81×88/106=0.742MPa</p><p>　　泵的選型：查表得，JD2500/0.8型計量泵的流量為2500L/h，壓力0.8MPa，轉速115r/min，電機功率2.2KW，滿足要求</p><p>　?。?）. 吸收液用泵P0104</p><p>　　已知條件:①吸收液的輸送溫度25℃,密度760K

102、g/m3.泵的正常流量為4200kg/h</p><p>　?、诓僮髑闆r,泵從吸收液儲槽中吸入吸收液,送入T0102中，再回解析塔解析出CO2，循環(huán)使用.</p><p><b>　　確定泵的流量及揚程</b></p><p>　　工藝所需的正常體積流量為4200/1000=4.20 m3/h</p><p>　　泵的流

103、量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41 m3/h</p><p>　　所需工藝泵的揚程估算:因水槽和冷卻器液面均為大氣壓,故估算揚程只需考慮最嚴格條件下的進出管道阻力損失和位高差，約為35m.</p><p>　　泵的揚程取1.1倍的安全裕度：H=1.1×35=38.5</p><p>　　水泵選型，選用離心式水泵</p

104、><p>　　查表得，40W－40型水泵最佳工況點：揚程40m,流量5.4 m3/h,轉速2900r/min，電機功率為4.0KW。選用該型號泵較合適。</p><p>　?。?）.冷卻水用泵P0105</p><p>　　已知條件:①水的輸送溫度25℃,密度997Kg/m3.泵的正常流量為95465kg/h</p><p>　　②操作情況,泵從

105、水槽中吸入水,送入冷凝器E0103中換熱，再冷卻送回水槽，循環(huán)使用.</p><p><b>　　確定泵的流量及揚程</b></p><p>　　工藝所需的正常體積流量為95465/997=95.75 m3/h</p><p>　　泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×95.75=100.54 m3/h</p>

106、<p>　　所需工藝泵的揚程估算:因水槽和冷卻器液面均為大氣壓,故估算揚程只需考慮最嚴格條件下的進出管道阻力損失和位高差，約為35m.</p><p>　　泵的揚程取1.1倍的安全裕度：H=1.1×35=38.5</p><p>　　水泵選型，選用離心式水泵</p><p>　　查表得，IS100-65-200型水泵最佳工況點：揚程47m,流量1

107、20 m3/h,轉速2900r/min，軸功率19.9KW，電機功率為22KW，效率77％。允許氣蝕余量4.8m,選用該型號泵較合適。</p><p><b>　　4.3 閥門選型</b></p><p>　　從工藝流程圖可以知道需用閥門的設計壓力、設計溫度和接觸的介質特性，據(jù)此數(shù)據(jù)選擇閥門的壓力等級和型式，匯總于下表：</p><p>　　

108、4.4 管道法蘭選型</p><p>　　根據(jù)各管道的工作壓力、工作溫度、介質特性和與之連接的設備、機器的接管和閥門等管件、附件的連接型式和尺寸等依據(jù)選擇法蘭，將本工藝管道的有關參數(shù)匯總于下表：</p><p>　　5、反應器控制方案設計</p><p><b>　　被控參數(shù)選擇</b></p><p>　　化學反應的

109、控制指標主要是轉化率、產量、收率、主要產品的含量和產物分布等，溫度與上述這些指標關系密切，又容易測量，所以選擇溫度作為反應器控制中的被控變量</p><p>　　以進口溫度為被控變量的單回路控制系統(tǒng)設計</p><p><b>　　控制參數(shù)選擇</b></p><p>　　影響反應器溫度的因素主要有：甲醇水混合氣的流量、導熱油的流量?；旌蠚庵苯?/p>

110、進入干燥器，滯后最小，對于反應溫度的校正作用最靈敏，但混合氣的流量是生產負荷，是保證產品氫氣量的直接參數(shù)，作為控制參數(shù)工藝上不合理。所以選擇導熱油流量作為控制參數(shù)。</p><p><b>　　過程檢測儀表的選用</b></p><p>　　根據(jù)生產工藝和用戶的要求，選用電動單元組合儀表（DDZ-Ⅲ型）</p><p>　?、贉y溫元件及變送器

111、 被控溫度在500℃以下，選用鉑熱電阻溫度計。為了提高檢測精確度，應用三線制接法，并配用DDZ-Ⅲ型熱電阻溫度變送器</p><p>　?、谡{節(jié)閥 根據(jù)生產工藝安全原則，若溫度太高，將可能導致反應器內溫度過高，引起設備破壞、催化劑破壞等等，所以選擇氣開形式的調節(jié)閥；根據(jù)過程特性與控制要求選用對數(shù)流量特形的調節(jié)閥；根據(jù)被控介質流量選擇調節(jié)閥公稱直徑和閥芯直徑的具體尺寸。</p><p>

112、;　?、壅{節(jié)器 根據(jù)過程特性與工藝要求，選擇PID控制規(guī)律；根據(jù)構成系統(tǒng)負反饋的原則，確定調節(jié)器正、反作用。</p><p>　　溫度控制系統(tǒng)流程圖及其控制系統(tǒng)方框圖</p><p><b>　　溫度控制系統(tǒng)流程圖</b></p><p><b>　　控制系統(tǒng)方框圖</b></p><p>&l

113、t;b>　　調節(jié)器參數(shù)整定</b></p><p>　　經驗試湊：對于溫度控制系統(tǒng)，一般取δ＝20～60％，T1=3~10min，TD＝T1/4</p><p>　　也可用臨界比例度法或衰減曲線法進行參數(shù)整定</p><p><b>　　參考文獻：</b></p><p>　　黃振仁，魏新利，過程裝備成

114、套技術指南【M】。北京：化學工業(yè)出版社，2001</p><p>　　黃振仁，魏新利，過程裝備成套技術，北京：化學工業(yè)出版社，2000</p><p>　　國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院【M】，化學工業(yè)設計手冊（下冊），北京：化學工業(yè)出版社，1996</p><p>　　石油化學工業(yè)部化工設計院，氮肥工藝設計手冊（理論數(shù)據(jù)分冊），北京：石油化學工業(yè)出版社，1996&l

115、t;/p><p>　　時鈞等，化學工程手冊（1.化工基礎數(shù)據(jù)）【M】。北京：化學工業(yè)出版社</p><p>　　石油和化學工業(yè)設備設計手冊，標準零部件，全國化工設備設計技術中心站</p><p>　　GB150-1998《鋼制壓力容器》</p><p>　　GB151-1999《管殼式換熱器》</p><p>　　JB/T

116、4710-2005《鋼制塔式容器》</p><p>　　JB/T470-4707-2000《壓力容器法蘭》</p><p>　　HG20592-20635-1997《鋼制管法蘭、墊片、緊固件》</p><p>　　JB/T4746-2002《鋼制壓力容器用封頭》</p><p>　　JB/T4713-1992《腿式支座》</p>

117、<p>　　JB/T4724-1992《支撐式支座》</p><p>　　JB/T4725-1992《耳式支座》</p><p>　　GB16749-1997《波形膨脹節(jié)》</p><p>　　HG/T20668-2000《化工設備設計文件編制規(guī)定》</p><p>　　TCED41002-2000《化工設備圖樣技術要求》<

118、/p><p>　　JB4708-2000《鋼制壓力容器焊接工藝規(guī)程》</p><p>　　JB/T4709-2000《鋼制壓力容器焊接規(guī)程》</p><p>　　JB4730-2005《壓力容器無損檢測》</p><p>　　JB/T4711-2003《壓力容器涂敷與運輸包裝》</p><p>　　HG20580-1998

119、《鋼制化工容器設計基礎規(guī)定》</p><p>　　HG20581-1998《鋼制化工容器設材料選用規(guī)定》</p><p>　　HG20582-1998《鋼制化工容器強度計算規(guī)定》</p><p>　　HG20583-1998《鋼制化工容器結構設計規(guī)定》</p><p>　　HG20584-1998《鋼制化工容器制造技術要求》</p>