甲醇制氢生产装置计算书

甲醇制氢生产装置计算书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：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。与电解水制氢相比，单位氢气成本较低。所用原料甲醇易得，运输、贮存方便。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.前言2.设计任务书3.甲醇制氢工艺设计3.1甲醇制氢工艺流程3.2物料衡算3.3热量衡算4.汽化塔设计4.1工艺计算4.1.1填料段工艺计算4.2结构设计管道设计自控设计技术经济评价、环境评价3甲醇制氢工艺设计3.1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1－23.2物料衡算1、依据甲醇蒸气转化反应方程式:CHOH→CO↑+2H↑CO+HO→CO↑+HCHOH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↑+0.01CHOHCO+0.99HO→0.99CO↑+1.99H+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到:CHOH+0.981HO→0.981CO↑+0.961H↑+0.01CHOH+0.0099CO↑氢气产量为:3500m/h=156.25kmol/h甲醇投料量为:156.25/2.9601ⅹ32=1689.132kg/h水投料量为:1689.132/32ⅹ1.5ⅹ18=1425.205kg/h 3、原料液储槽(V0101)进:甲醇1689.132kg/h,水1425.205kg/h出:甲醇1689.132kg/h,水1425.205kg/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1689.132kg/h,水1425.205kg/h,总计3114.337kg/h出:生成CO1689.132/32ⅹ0.9801ⅹ44=2276.338kg/hH1689.132/32ⅹ2.9601ⅹ2=312.5kg/hCO1689.132/32ⅹ0.0099ⅹ28=14.632kg/h剩余甲醇1689.132/32ⅹ0.01ⅹ32=16.89kg/h剩余水1425.205-1689.132/32ⅹ0.9801ⅹ18=493.976kg/h总计3114.336kg/h6、吸收塔和解析塔吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO的分压为0.38MPa,操作温度为常温(25℃).此时,每m吸收液可溶解CO11.77m.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1—2。解吸塔操作压力为0.1MPa,CO溶解度为2.32,则此时吸收塔的吸收能力为:11.77-2.32=9.450.4MPa压力下=pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg/mCO体积量V=2276.338/7.20=316.158m/h据此,所需吸收液量为316.158/9.45=33.456m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为33.456m/h=100.368m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为316.158m/h=2276.338kg/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1一2.3.3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初设T=170℃p=2.19MPa;p=0.824MPap=1.3704<1.5MPa再设T=175℃p=2.4MPa;p=0.93MPap=1.51MPa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=1689.1320.99/321000(-49.66)=-2.59610kJ/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:c=4.18680.68=2.85kJ/(kg·K),c=2.81kJ/(kg·K)取平均值c=2.83kJ/(kg·K)则导热油用量w=Q/(ct)=2.59610/(2.835)=183486.24kg/h3、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=cmt=(1.901689.132+4.821425.205)(280-175)=1.058310kJ/h导热油c=2.826kJ/(kg·K),于是其温降为:t=Q/(cm)=1.058310/(2.826183486.24)=2.04℃导热油出口温度为:315-2.04=312.96℃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=1689.132727.2+20311425.205=4.12310kJ/h以300℃导热油c计算c=2.76kJ/(kg·K)t=Q/(cm)=4.12310/(2.76183486.24)=8.14℃则导热油出口温度t=313-8.14=304.86℃导热油系统温差为T=320-304.9=15.14℃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=cmt=(1689.1323.14+1425.2054.30)(175-25)=17.1510kJ/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：

c10.47kJ/(kg·K)c14.65kJ/(kg·K)c4.19kJ/(kg·K)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(cm)=17.1510/(10.472276.338+14.65312.5+4.19493.976)=56.26℃换热器出口温度为280-56.3=223.74℃6、冷凝器（EO103)

在E0103中包含两方面的变化：①CO,CO,H的冷却以及②CHOH,HO的冷却和冷凝.

①CO,CO,H的冷却Q=cmt=(10.472276.338+14.65312.5+4.1914.632)(223.7-40)=5.2310kJ/h②CHOH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 Q=Hm=2135493.976=1.05510kJ/h水显热变化Q=cmt=4.19493.976(223.7-40)=3.8010kJ/hQ=Q+Q+Q=5.715510kJ/h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/(ct)=5.715510/(4.1910)=136408kg/h4汽化塔设计4.1填料段4.1.1填料段工艺计算物流名称管程壳程/(kg/h)进口/(kg/h)出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa进出口/(kg/h)设计温度/oC压力/MPa甲醇1689.13216.892801.5水1425.205493.976二氧化碳2276.338一氧化碳14.632氢气312.5导热油903200.5已知进入汽化器的混合液体质量流量为3114.337kg/h，操作压力为1.5Mpa，液体的入口温度为175℃。气体的质量流量也为3114.336kg/h，压力为1.5Mpa，温度为175℃。4.1.1.1填料塔段塔径的计算：按汽液传质经验公式计算混合气体的密度＝16.05kg/m混合液体的密度＝729.85kg/m混合气体的质量流量m＝3114.337kg/h混合液体的质量流量ml＝3114.337kg/h。则（）＝（）＝0.1483选用金属鲍尔环散堆填料DN25，查埃克特通用关联图，其纵坐标为0.14.即U＝0.14式中＝0.047mPa*s由此可得泛点气速uu＝＝＝0.7685取空塔气速为泛点气速的70％，得空塔气速uu＝0.7u＝0.7*0.7940＝0.5380m/s由此可得填料塔的塔径DD＝＝＝0.357圆整至D＝0.4m。4.1.2填料段结构设计由于该填料段的总高在10m以下，因此在设计中按照GB150－1998《钢制压力容器》进行结构设计计算。设计压力P＝1.1*1.5＝1.65Mpa.\设计温度取最高工作温度即40℃设备材料为16MnR焊接接头系数（双面对接焊，局部无损探伤）钢板厚度负偏差C＝0.5mm，腐蚀余量C＝1.0mm，厚度附加量C＝C+C＝1.5mm。筒体体的计算厚度计算＝＝2.30mm考虑厚度附加余量并圆整至钢板厚度系列，取材料名义厚度＝8mm。考虑到与换热器的连接，最终取名义厚度为＝8mm。封头厚度计算选用标准椭圆形封头，其厚度为：＝＝＝1.72mm考虑厚度附加余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，＝8mm。筒体与封头的连接采用螺拴法兰联接由于塔径较小，不宜设置人孔和手孔，况且操作压力较高，故采用螺拴法兰联接筒体和封头，以便于填料的安装。（4）填料高度取1000mm，故筒节长度取为1300mm。（5）填料支承装置选用工业上最常采用的栅板支承填料。采用整体式栅板，栅板安放在角钢组成的支承圈上。栅板扁钢截面为10mm×6mm，扁钢之间的间距为18mm.栅板强度计算采用按承受均布载荷的两端简支粱进行，略去填料对塔壁的摩擦阻力，作用在栅条上的总载荷为：P=+L 其中填料重量重力＝9.8HLt＝9.8×1.0×0.6×0.018×380=42.219N填料层持液量L＝3.43HLt×10-4＝3.43×1.0×0.6×0.018×860×10-4＝3.19×10-3N考虑栅条上载荷的不均匀性及安全系数，梁上弯矩为：M===4.222N/m栅条上的应力为：σ＝===62.55MPa式中s——栅条截面高度，mh——栅条截面宽度，mC——栅条材料腐蚀余量，mσ<[σ]t=153MPa,因此,所用栅条符合强度要求.（7）液体分布装置采用莲蓬头布液器，喷淋点数为每45cm2塔截面设一个喷淋点，喷淋点数为30。莲蓬头的安装高度为100mm.换热器段工艺计算明确设计任务按给定的工艺设计条件，此设计为有相变冷热流体间换热的管壳式换热器设计计算任务。总体设计①确定结构形式。由于介质换热温差不大，在工艺和结构上均无特殊要求，因此选用固定管板式换热器。②合理安排流程。安排甲醇水走管程，导热油走壳程。热工设计热工设计的计算步骤与结果列于下各表中。原始数据计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流体名称甲醇+水管壳流体名称导热油导热油的进出口温度；℃给定313；304.9甲醇+水的进出口温度；℃给定175；175甲醇+水，导热油的工作压力；MPa给定1.5；0.3甲醇+水的质量流量kg/s给定0.5192，定性温度与物性参数计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注甲醇+水的定性温度℃=(+)/2175导热油的定性温度℃=()/2309甲醇+水，导热油的密度；kg/按定性温度查物性表860；1070甲醇+水，导热油的比热容；J/(kg·℃)按定性温度查物性表3836；2760甲醇+水，导热油的导热系数；W/(m·℃)按定性温度查物性表0.66；0.99甲醇+水，导热油的粘度；Pa·s按定性温度查物性表0.110-3；0.2110-3甲醇+水导热油普朗特数；查表或计算32.981；45.2963,物料与热量衡算计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注换热器效率1负荷QW见汽化塔热量衡算6.861105导热油的质量流量kg/s见过热器热量衡算30.5654，有效平均温差计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注逆流对数平均温差Δt℃Δ=(Δ-Δt)/ln(Δt/Δt)133.9流程型式初步确定1—2型管壳式换热器1壳程—2管程参数RR=（-）/（-）1参数PP=（-）/(-)0温度校正系数查图4-21有效平均温差Δt℃Δ=Δ133.95，初算传热面积计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注初选总传热系数W/(·℃)参考表4-1600初算传热面积=Q/(Δt)8.5406,换热器结构设计计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注换热管材料选用碳钢无缝钢管φ19×2换热管内，外径；dm0.019；0.015换热管管长Lm选用9m标准管长折半1.5换热管根数nn=/（πdL）96管程数根据管内流体流速范围选定1管程进出口接管尺寸（外径*壁厚）按接管内流体流速＜3m/s合理选取φ40×4壳程数m1换热管排列形式分程隔板槽两侧正方形排列，其余正三角形排列正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准40.038管束中心排管数=1.1（外加6根拉杆）12壳体内径m=S（-1）+（1-2）d0.5换热管长径比L/L/3实排换热器管根数n作图或按计算102折流板型式选定单弓形折流板折流板外径m按GB151-19990.497折流板缺口弦高hm取h=0.200.100折流板间距Bm取B=（0.2～1）0.15折流板数=L/B-19壳程进出口接管尺寸（外径*壁厚）m合理选取φ133×47，管程传热与压降计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流速m/s=4/(nπ)0.0356管程雷诺数=/4592.4换热器壁温℃假定260管程流体给热系数W/(·℃)=0.023/3119.94管程进出口处流速m/s40.7508管程摩擦因子查表4-30.015管内摩擦压降ΔPaΔ=4L/()6.5396回弯压降ΔPaΔ=4/22.1799进出口局部压降ΔPaΔ=1.5/2363.5869管程压降ΔPaΔ=(Δ+Δ)+Δ372.3064管程最大允许压降[Δ]Pa查表4-335000校核管程压降Δ＜[Δ]合理8、壳程传热与压降计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注壳程当量直径DmD=0.1358横过管束的流通截面积AA0.0375壳程流体流速um/su=0.762壳程雷诺数ReRe=527253.2壳程流体给热系数αoW/(·℃)αo=0.3613127.09折流板圆缺部分的换热管数nw切口上管子按圆弧比计入16β值β按表4-40.112折流板圆缺部分流通面积Ab0.0235折流板圆缺区流体流速ubm/s1.2155圆缺区平均流速umm/sum=0.9624壳程进出口处流速uNsm/suNs=4.1162壳程摩擦因子fo查图4-40.046折流板间错流管束压降ΔpPaΔp=4fo2104.514圆缺部分压降ΔpPaΔp=10555.548进出口局部压降ΔpPaΔp=1.513596.840壳程压降ΔpPaΔp=Δp+Δp+Δp26256.90壳程最大允许压降[Δp]Pa查表4-335000校核壳程压降Δp＜[Δp]合理9，总传热系数计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管内污垢热阻·℃/W查表4-535.2×10-5管外污垢热阻·℃/W查表4-517.6×10-5换热管材料导热系数W/(m·℃)查表351.8管壁热阻·℃/W4.21×10-5总传热系数KW/(·℃)按式4-22728.18010传热面积与壁温核算计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注需要传热面积AA=7.0366实有传热面积A实A实=nπd(L-2S)设管板厚度为0.03m8.2516校核传热面积ΔAΔA=A实/A1.1727热流体传热面积℃按式4-25284.418冷流体传热面积℃按式4-26240.573管壁计算温度℃按式4-24262.495校核管壁温度Δ℃Δ=-2.495结论设计符合要求（4）详细结构设计与强度设计确定所有零部件的尺寸和材料，并对换热设备所有受压元件进行强度计算换热流程设计：采用壳程为单程，管程为单程的结构型式换热管及其排列方式：采用25×2的无缝钢管，材料为20号钢。换热管排列方式为三角形排列，如图，共排换热管131根，另外再设6拉杆折流板：采用通用的单弯形折流板，材料为Q235-B钢，板厚6mm，板数4块。拉杆：采用Q235-B钢，12mm，共根筒体：材料采用16MnR钢，筒体内径500mm，厚度由GB150《钢制压力容器》标准计算得到封头：采用标准椭圆封头，材料采用16MnR钢管板：采用固定管板，其厚度可以按照GB151《管壳式换热器》标准进行设计确定了换热器的结构以后，必须对换热器的所有受压元件进行强度计算。对钢制的换热器，按照GB150《钢制压力容器》标准进行设计。结果如表4-6，绘制管壳式换热器工程图纸，编写材料表等5管道设计5.1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＝110035.3Kg/h＝0.028m3/s流速范围0.5～2.0m/s取为2.0m/s则 Di＝＝133.5mm壁厚t＝＝＝0.267mmSch.x=1000×=1000×=3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无缝钢管流速校正u==1.584m/s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/106kJ.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0.0609W/(m.K),表面放热系数为12W/(m2.K)保温工程投资偿还年分摊率S==0.264计算经济保温层经济厚度=0.316查表得保温层厚度δ=107mm.计算保温后的散热量=131.244W/m计算保温后表面温度==29.4℃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＝＝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无缝钢管流速校正u1==1.04m/s,合适u2==1.79m/s③脱盐水原料管道的规格流量＝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==0.943m/su2==1.56m/s④甲醇水混合后原料管道的规格流量＝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==0.974m/su2==1.732m/s⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格流量＝42000Kg/h＝0.0012m3/s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==0.962m/su2==1.39m/s⑥冷却水管道的规格流量＝95465Kg/h＝0.027m3/s计算过程同上选择CWS0101管道规格为φ159×4.5无缝钢管选择CWS0102、CWR0101管道规格为φ133×4无缝钢管流速校正u1==1.5m/su2==2.2m/s⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规格流量＝1868.802Kg/h＝0.043m3/s计算过程同上200℃:壁厚t＝＝＝0.656mm300℃:壁厚t＝＝＝0.8mm选择PG0101、PG0102、PG0103、PG0104管道规格为φ89×4.5无缝钢管流速校正u1==8.55m/s⑧其它管道规格尺寸选择PG0105管道规格为φ73×4PG0106管道规格为φ89×4.5PG0107管道规格为φ89×4.5PL0109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：序号所在管道编号管内介质设计压力设计温度流量状态流速公称直径材料1PG0106-80M1B氢气1.650187.5气相8.28020g2PG0101-80M1B甲醇54.5%水45.5%2001869气相8.68020g3PG0102-80M1B-H3001869气相8.68020g4PG0103-80M1BH210%CO273%H2O17%3001869气相8.68020g5PG0104-80M1B-H2001869气相8.68020g6PG0105-65M1BH212%CO288%501553气相5.46520g7RO0101-150L1B-H导热油0.3320110035液相1.615020g8RO0102-150L1B-H导热油0.3320110035液相1.615020g9RO0103-150L1B-H导热油0.3320110035液相1.615020g10RO0104-150L1B-H导热油0.3320110035液相1.615020g11PL0101-20L1B甲醇常压501013.5液相1.02020g12PL0102-15L1B甲醇常压501013.5液相1.81520g13PL0103-32L1B原料液常压501869液相1.03220g14PL0104-20M1B原料液1.6501869液相1.72020g15PL0105-20M1B原料液1.62001869液相1.72020g16PL0106-40L1B吸收液0.4504200液相1.04020g17PL0107-32L1B吸收液0.4504200液相1.43220g18PL0108-32L1B吸收液0.45042000液相1.43220g19DNW0101-20L1B脱盐水0.350855液相0.92020g20DNW0102-15L1B脱盐水0.350855液相1.61520g21CWS0101-150L1B冷却水0.35095465液相1.5150镀锌管22CWS0102-125L1B冷却水0.35095465液相2.2125镀锌管23CWR0101-125L1B冷却水0.38095465液相2.2125镀锌管24PG0107-80L1B食品二氧化碳0.4501366气相11800Cr18Ni925PL0109-20M1B工艺冷凝水1.650280液相0.32020g5.2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P01023.混合原料计量泵P01034.吸收液用泵P01045.冷却水用泵P0105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=807×9.81×88/106=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=997×9.81×88/106=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=860×9.81×88/106=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/h②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=4.20m3/h泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41m3/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5.4m3/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/h②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=95.75m3/h泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×95.75=100.54m3/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，IS100-65-200型水泵最佳工况点：扬程47m,流量120m3/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。5.3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：序号所在管道编号管内介质设计压力设计温度公称直径阀门选型连接形式阀门型号1PG0106-80M1B氢气1.65080法兰闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C2RO0101-150L1B-H导热油0.3320150法兰闸阀：Z41H-1.6C、Z41Y-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等3RO0104-150L1B-H导热油0.3320150法兰4PL0101-20L1B甲醇常压5020法兰闸阀：Z41H-1.6C、Z41Y-1.6C、Z15W-1.0K（螺纹）等，截止阀：J41H-1.6C等止回阀：H41H-1.65PL0102-15L1B甲醇常压5015法兰6PL0103-32L1B原料液常压5032法兰、螺纹7DNW0101-20L1B脱盐水0.35020法兰、螺纹Z15W-1.0T8PG0107-80L1B食品二氧化碳0.45080螺纹闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等9PL0107-32L1B吸收液0.45032法兰、螺纹闸阀：Z15W-1.0T止回阀：H41H-1.610PL0109-20M1B工艺冷凝水1.65020法兰Z15W-1.0T5.3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：序号所在管道编号管内介质设计压力设计温度公称直径阀门公称压力等级法兰选型法兰类型密封面型式公称压力等级1PG0106-80M1B氢气1.650802.5带颈平焊法兰凹凸面2.52PG0101-80M1B混合气体2003PG0102-80M1B-H3004.04.04PG0103-80M1B3005PG0104-80M1B-H2002.52.56PG0105-65M1B50657RO0101-150L1B-H导热油0.33201508RO0102-150L1B-H导热油0.33209RO0103-150L1B-H导热油0.332010RO0104-150L1B-H导热油0.332011PL0101-20L1B甲醇常压502012PL0102-15L1B甲醇常压501513PL0103-32L1B原料液常压503214PL0104-20M1B原料液1.6502015PL0105-20M1B原料液1.62002016PL0106-40L1B吸收液0.450401.01.017PL0107-32L1B吸收液0.4503218PL0108-32L1B吸收液0.4503219DNW0101-20L1B脱盐水0.350201.0突面1.020DNW0102-15L1B脱盐水0.3501521CWS0101-150L1B冷却水0.35015022CWS0102-125L1B冷却水0.35012523CWR0101-125L1B冷却水0.38012524PG0107-80L1B食品二氧化碳0.450801.0凹凸面1.025PL0109-20M1B工艺冷凝水1.650201.6突面1.66反应器控制方案设计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。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\*GB3②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，正作用阀；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。Qmax=509Qmin=31.8m3/hP1=0.35MpaP2=0.3Mpar=1.070g/m3管径159mm＝P1－P2＝0.05Mpa=0.49kgf/cm3Cvmax=1.167Q=1.167=878Cvmax=1.167Q=1.167=55据此选择Cv和调节阀的口径DN③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，确定调节器为反作用。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6．如何实现控制过程的具体说明当干扰发生时，例如甲醇水蒸汽流量加大，继续反应所需的热量增加，反应器温度降低，测量元件（铂热电阻温度计）检测到温度值，经变送器送给调节器和设定值比较，调节器（反作用）发出控制信号，加大调节阀的开度，调节阀正作用，导热油流量增大，反应器温度上升，克服干扰，达到控制目的。7技术经济评价甲醇制氢装置的投资估算单元设备价格估算在工艺流程和生产规模确定之后，经过物料衡算和初步工艺计算，可以初步确定设备的大小和型号。