甲醇制氢生产装置计算书

甲醇制氢生产装置计算书

前B

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烧类水蒸气转化法；④烧类部分氧化法；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。其中烧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汕化工工

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

八占、、•・

（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.刖S

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

1.管道设计

2.自控设计

3.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C02,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CCh、CO及其它杂质，得到一定纯度要求

的氢气。

V0101P0102E0101T0101E0102R0102E0103T0102T0103P0104

原料液贮罐泵预热崭汽化塔过热器转化器冷屐居吸收塔解析塔泵

,序号12345678910

\懒LLLL&£gggg

CH30H1013.4791013.4791013.4791013.4791013.47910.13510.135少量少量

H20855.123855.123855.123855.123855.123296.386286.386少量少量

C021365.7201365.7201365.720少量

CO8.7798.7798.7798.779

H2187.500187.500187.500187.500

X

图1一2

3.2物料衡算

1、依据

甲醇蒸气转化反应方程式：

CH3OH->COt+2H2t

CO+H2O-CO2f+H2

CH30H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:

CHQHf0.99COt+1.98H"+0.01CH30H

CO+0.99H,Of0.99CO"+1.99H2+0.01CO

合并式(1-5),式(1.6)得到：

CH.OH+0.981H2O-0.981CO2t+0.961H2t+0.01

CH3OH+0.0099COt

氢气产量为：3500m3/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/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1689.132kg/h,水1425.205kg/h,总计

3114.337kg/h

出：生成CO,1689.132/32x0.9801x44

=2276.338kg/h

H21689.132/32x2.9601x2=312.5

kg/h

CO1689.132/32x0.0099x28=14.632

kg/h

剩余甲醇1689.132/32x0.01x32=16.89

kg/h

剩余水1425.205-1689.132/32x0.9801x

18=493.976kg/h

总计

3114.336kg/h

6、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CO"1.77

nV.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1-1及表1—2。

解吸塔操作压力为0.IMPa,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

3

A,i=pM/RT=0.4x44/[0.0082x(273.154-25)]=7.20kg/m

3

CO2体积量V◎=2276.338/7.20=316.158m/h

据此，所需吸收液量为316.158/9.45=33.456mVh

考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收量为33.456

m7hx3=100.368mVh

可知系统压力降至O.IMPa时，析出CO?量为316.158

m3/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甲酹+0.6p水=1.5MPa

初设T=170℃p甲醇=2.19MPa;p水=0.824

MPa

p,=1.3704<1.5MPa

再设T=175℃p用=2.4MPa;p,1=0.93MPa

p,=1.51MPa

蒸气压与总压基木一致,可以认为操作压力为1.5MPa

时，汽化塔塔顶温度为175C.

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^=1689.132x0.99/32xl000x(-49.66)

=-2.596xl06kJ/h

此热量由导热油系统带来，反应温度为280C,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：

cp320s=4.1868x0.68=2.85kJ/(kg•K),

c„300a.=2.81kJ/(kg-K)

取平均值c「2.83kJ/(kg•K)

则导热油用量w=Q反应/（c「△t）二

2.596x106/(2.83x5)=183486.24kg/h

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=Zc,m△t=(1.90x1689.132+4.82x1425.205)

x(280-175)=1.0583xl06kJ/h

导热油c/2.826kJ/(kg-K),于是其温降为：

At=Q/(cpm)=

1.0583x107(2.826x183486.24)=2.04℃

导热油出口温度为：315-2.04=312.96℃

4、汽化塔(T0101)

认为汽化塔仅有潜热变化。

175℃甲醇H=727.2kJ/kg水H=203IkJ/kg

Q=1689.132x727.2+2031x1425.205=4.123x106

kj/h

以300℃导热油,计算c-2.76kJ/(kg•K)

At=Q/(cpm)=

4.123x106/(2.76x183486.24)=8.14℃

则导热油出口温度t2=313-8.14=304.86℃

导热油系统温差为AT=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—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二Zc，m(1689.132x3.14+1425.205x4.30)

x(175-25)=17.15xl05kJ/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：

10.47kJ/(kg•K)

-14.65kJ/(kg•K)

c“。.4.19kJ/(kg•K)

则管程中反应后气体混合物的温度变化为：

At=Q/(c,m)=17.15x107(10.47x2276.338+14.65x312.

5+4.19x493.976)=56.26℃

换热器出口温度为280-56.3=223.74℃

6、冷凝器(E0103)

在E0103中包含两方面的变化：①CO2,CO,H2的冷却

以及②CH30H,也0的冷却和冷凝.

①CO2,CO,%的冷却

Q二z

cpmAt=(10.47x2276.338+14.65x312.5+4.19x14.

632)x(223.7-40)=5.23xl06kJ/h

②CH’OH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

5

Q2=Hxm=2135x493.976=1.055x10kJ/h

水显热变化Q3二

5

cpmAt=4.19x493.976x(223.7-40)=3.80xl0kJ/h

6

Q=Q.+Q2+Q3=5.7155xl0kJ/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/(cf,At)二

5.7155xl06/(4.19xl0)=136408kg/h

4汽化塔设计

4.1填料段

4.1.1填料段工艺计算

物流壳程/(kg/h)

名称

进口出口设计压力进出设计压力

/(kg/h/(kg/h温度/MPa11温度/MPa

))/℃/(kg/h/℃

)

甲醇1689.16.892801.5

132

水1425.493.9

20576

二氧2276.

化碳338

一氧14.63

化碳2

氢气312.5

导热903200.5

油

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.L1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4=16.05kg/m3

混合液体的密度P,=729.85kg/n)3

混合气体的质量流量mv=3114.337kg/h

混合液体的质量流量ml=3114.337kg/h。则

叫(Pv_)os—3114・337(16.05)0.5—Q]483

丁~p,3114.337729.85'

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:"例""=o.14

SP!

式中"⑹〃/(P=1.222=0.047mPa*s

由此可得泛点气速L

尸%=匚厘」⑻X729.850.7685

,〃产V16Oxl.222xl6.O5xO.O4702

取空塔气速为泛点气速的70%,得空塔气速U

u=0.7uf=0.7*0.7940=0.5380m/s

由此可得填料塔的塔径D

D=匹=J4x3114337_____=0,357

3.14x0.5380x3600x16.05

圆整至D=0.4mo

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Pc=l.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。=0.85（双面对接焊,局部无损探伤）

钢板厚度负偏差C1=0.5mm,腐蚀余量C2=1.0mm,厚度

附加量C=C1+C2=1.5mmo

（1）筒体体的计算厚度计算

0。1.65x0.4=2.30mm

2x170x0.85-1.65

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2=8mm。

考虑到与换热器的连接，最终取名义厚度为b“=8mni。

（2）封头厚度计算

选用标准椭圆形封头，其厚度为:

______1.65x0.3

3==1.72mm

23]’0-0.5*o,.2x170x0.85-0.5x1.65

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，

（3）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10mmX6mnb扁钢之间的间距为18nlm.

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=P〃+PL

其中填料重量重力Pp=9.81111^=9.8X1.0X0.6

X0.018X380=42.219N

填料层持液量PL=3.43HLtP/X10"

=3.43X1.0X0.6X0.018X860X104=

3.19X103N

考虑栅条上载荷的不均匀性及安全系数，梁上弯矩

为：

M=

(PL+Pp)L(42.219+0.00319)x0.64222N/jp

66・

栅条上的应力为：

O="二6M

VVU-C)(/?-C)(/z-C)

6x4,222

二---------------------------------------=62.5

(0.006-O.(X)1)(0.0!-().(X)1)(O.()1-().(X)1)

5MPa

式中s——栅条截面高度，m

h——栅条截面宽度，m

C——栅条材料腐蚀余量，m

。＜［。］』53MPa,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45cn)2塔截面设一个喷

淋点，喷淋点数为30。莲蓬头的安装高度为lOOnrni.

1.1.2换热器段工艺计算

(1)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。

(2)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。

(3)热工设计

热工设计的计算步骤与结果列于下各表中。

1,原始数据

单计算公式

计算内容或项目符号结果备注

位或来源

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

L；T()℃给定313；304.9

温度

甲醇+水的进出

h；%℃给定175；175

口温度

甲醇+水，导热油Pt；MP给定1.5；0.3

的工作压力P,a

甲醇+水的质量kg/

吗给定0.519

流量s

2,定性温度与物性参数

计算公式备

计算内容或项目符号单位结果

或来源注

甲醇+水的定性片（（十72）/

口℃175

温度2

导热油的定性温

Tm℃乙二〃+，，）/2309

度

按定性温

甲醇+水，导热油kg/860；

度查物性

"Ps

的密度m31070

表

甲醇+水，导热油J/(kg按定性温3836；

g；、

的比热容•℃)度查物性2760

表

W/(按定性温

甲醇+水，导热汕0.66；

4；4m•度查物性

的导热系数0.99

℃)表

o.ixio-

按定性温

3

甲醇+水，导热油9•

4；4Pa*s度查物性

的粘度0.21x1

表

0-3

甲醇+水导热油查表或计

Pr,;Pr,32.981；

普朗特数算

45.296

3,物料与热量衡算

计算内容或计算公式或

单位结果备注

项目来源

换热器效率1

5

负荷QW见汽化塔热6.861xl0

量衡算

导热油的质见过热器热

吗kg/s30.565

量流量量衡算

4,有效平均温差

计算内容或单

符号计算公式或来源结果备注

项目位

逆流对数平△%=(△%-△

△t|og℃133.9

均温差

t2)/ln(At./At2)

初步确定1—21壳程一2

流程型式

型管壳式换热器篦

参数RR二(77-八)/(、-,.)1

参数PP-（）/⑺-匕）0

温度校正系

查图4-21

数

有效平均温△tiW℃133.9

差

5,初算传热面积

计算内容或计算公式或

符号单位结果备注

项目来源

初选总传热W/(m2•

&参考表4-1600

系数℃)

初算传热面A)=Q/(K()△

4m28.540

积tj

6,换热器结构设计

计算内容或计算公式或

符号单位结果备注

项目来源

选用碳钢无

换热管材料619X2

缝钢管

换热管内，0.019；

d,；dm

外径0.015

换热管管长Lm选用9m标1.5

准管长折半

n=AJ(nd

换热管根数n96

L)

根据管内流

管程数瓦体流速范围1

选定

管程进出口按接管内流

接管尺寸体流速V

%”,“40X4

（外径*壁3m/s合理

厚）选取

壳程数m1

分程隔板槽

两侧正方形

换热管排列正三角

排列，其余

形式形排列

正三角形排

列

换热管中心S=L25d或

Sm0.038

距按标准4

管束中心排nc=1.14n（外

nc12

管数力口6*艮拉杆）

。尸S(〃”)

壳体内径m0.5

+(1-2)d

换热管长径

L/D,LI03

比

实排换热器作图或按计

n102

管根数算

单弓形

折流板型式选定

折流板

按

折流板外径&m0.497

GB151-1999

折流板缺口

hm取h=0.20D,0.100

弦高

取B=(0.2〜

折流板间距Bm0.15

1)J

折流板数%N产L/B-l9

壳程进出口

接管尺寸

dJSj,4)133X

m合理选取

（外径*壁4

厚）

7,管程传热与压降

计算内

备

容或项idt单位计算公式或来源结果

注

目

管程流

uim/sw,—4w,N.r/(0n兀df)0.0356

速

管程雷

RefRe,=4与04592.4

诺数

换热器℃假定260

壁温

管程流W/(

m2•08

体给热%a,.=0.0232ReprJd,3119.94

系数℃)

管程进

出口处UNtm/s4吗/[g4%—2S/]0.7508

流速

管程摩

力查表4-30.015

擦因子

△

管内摩

△PfPaP/=4/6.5396

擦压降

m

回弯压

APr

Pa△pr=4zv,p,u；/22.1799

降

进出口△363.586

Pa△PM=L5P,*J2

局部压PM9

降

管程压△〃,二(△Pf+AP"+A372.306

△P.Pa

降PM4

管程最

[△

大允许Pa查表4-335000

Pt]

压降

校核管Ap,VA口

程压降[△，]理

8、壳程传热与压降

计算内容符备

单位计算公式或来源结果

或项目号注

壳程当量

D-D；—-

D,me叫0.1358

直径

横过管束

A,m2A,=0(S-d)8/S0.0375

的流通截

面积

壳程流体

um/s0.762

0AA

流速

壳程雷诺527253.

Re。Re0=5AA

Ps

数2

W/(

a

壳程流体13127.0

2

a0m•

给热系数o=0.36—Re^Pr,/3(^)u,49

De4,

℃)

折流板圆

切口上管子按圆弧比计

缺部分的

nw16

入

换热管数

B值B按表4-40.112

折流板圆

⑷：一〃㈤

缺部分流Abm22/40.0235

通面积

织

折流板圆Ubm/s%=1.2155

A4A

缺区流体

流速

圆缺区平

Urnm/sUn尸")*uh0.9624

均流速

壳程进出

UNs=............--------

UNSm/s*o(0-2S*)r4.1162

口处流速

壳程摩擦

fo查图4-40.046

因子

折流板间

A2104.51

错流管束Pa△Pc=4f°^^(%+1)

Pc4

压降

圆缺部分A10555.5

Pa

压降P,48

进出口局A13596.8

Pa

部压降P's40

壳程压降APa△P尸+功用26256.9

P、0

冗程最大[△

Pa查表4-335000

允许压降PJ

校核壳程APv<合

压降[△pj理

9,总传热系数

计算内容符计算公式或来

单位结果备注

或项目号源

管内污垢小.℃35.2X

rdi查表4-5

热阻/W10-5

管外污垢川•℃17.6X

查表4-5

热阻/W10-5

换热管材

W/(m•

料导热系心查表351.8

℃)

数

管壁热阻乙,m2•℃4.21X

几

10-5

AV—ln(---)

24d-28w

总传热系W/(m2•728.18

K按式4-22

数℃)0

10传热面积与壁温核算

计算内容符

单位计算公式或来源结果备注

号

或项目

需要传热

m2A二一^-

A37.0366

面积

A实=n兀d(L-2Sf)

实有传热

A实m2设管板厚度为8.2516

面积

0.03m

校核传热A

△A=A实/A1.1727

面积A

热流体传

j℃按式4-25284.418

热面积

冷流体传小℃按式4-26240.573

热面积

管壁计算

兀℃按式4-24262.495

温度

校核管壁△

℃△02.495

温度4

设计符

结论

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

1,换热流程设计：采用壳程为单程，管程为单程的结构

型式

2,换热管及其排列方式：采用°25X2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

3,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。

4,拉杆：采用Q235-B钢，912mm,共根

5,筒体：材料采用16MnR钢，筒体内径e500mm,厚度

由GB150《钢制压力容器》标准计算得到

6,封头：采用标准椭圆封头，材料采用16MnR钢

7,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

（5）,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）材料一一综合考虑设计温度、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腐蚀性一一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220C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温度一一20g无缝钢管的最高工作温度可达

475℃,温度符合要求。

③经济性一一20g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

流量仆=110035.3Kg/h=0.028m3/s流速范围

0.5~2.0m/s取为2.0m/s则

Di=J.=133.5mm

V701

壁厚t=「邛=mg=o.267mm

2[o-]7-p,2x100x0.8-0.32

Sch.x=1000X^=1000X.22=3

[a]10()

查表应选用Sch.5系列得管子

故选择ROOIOKR00102>R00103、R00104管道

规格为巾159X4.5无缝钢管

流速校正u=^=l.584m/s

7CD2

保温层计算：

管道外表面温度To=32O,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℃,岩棉在使川温

度下的导热系数为

^=0.042+0.00018d320+30—70]=0609W/(

m.K),

表面放热系数为

a、=1.163(6+3&)=1.163(6+3收卜12

W/(in2.K)

保温工程投资偿还年分摊率

S=o.1x(1+?.1)5=0.264

(1+0.1)5-1

计算经济保温层经济厚度

-2=3.795x1叭甲E

。0VPTS%

___Q_in_3/1Ox0.0609x8000x(320-20)2x0.0609_n

V750x0.26412

316

查表得保温层厚度3=107mm.

计算保温后的散热量

249-()2x3.14x(320-20)=]3]

1,£>,2"1,0.159+0.2122x0.0609,

-In—4-----

0.06090.1590.371x12

ADQ2as

244W/m

计算保温后表面温度

131.244

q20=29.4℃

03’^•xO.371x12+

计算出来的表面温度29.4c略低于最初计算导热系数

是假设的表面温度30℃,故6=107mn)的保温层可以满

足工程要求.

②甲醇原料管道的规格

流量仆.=1013.479Kg/h=0.00036m3/s一般吸水管

中流速J=lm/s,出水管中流速U2=l,8m/s则

Di=、悭=21.4mm/15.96mm

Vmi

故选择PL0101管道规格为“25X2无缝钢管

选择PL0102管道规格为4)20X2无缝钢管

流速校正u尸黑二L04m/s,合适u2=^=1.79m/s

③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@22义2无缝钢

管

选择DNW0102管道规格为@18X2无缝钢

管

流速校正u尸至二0.943m/s

U2二出^=1.56m/s

④甲醇水混合后原料管道的规格

流量办=1868.802Kg/h=0.00060m3/s计算过程

同上

选择PL0103管道规格为*32X2无缝钢管

选择PL0104、PL0105管道规格为625X2

无缝钢管

流速校正u尸理=0.974m/s

3二至二1.732m/s

7lD2

⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格

流量俗=42000Kg/h=0.0012m3/s计算过程同上

选择PL0106管道规格为648X4无缝钢管

选择PL0107、PL0108管道规格为“38X3

无缝钢管

流速校正u尸理=0.962m/s

7d)'

u2=^-=l.39m/s

7TD~

⑥冷却水管道的规格

流量%=95465Kg/h=0.027m3/s计算过程同上

选择CWS010I管道规格为6159X4.5无缝

钢管

选择CWS0102、CWR0101管道规格为小

133X4无缝钢管

流速校正5m/sU2=^-=2.2m/s

TTD2TID1

⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规

格

流量办=1868.8O2Kg/h=0.043m3/s计算过程同

2°°℃：壁厚t=3=24或葭

0.656mm

30°℃：壁厚t=^"=W=°.8mm

选择PG010KPG0102、PGO1O3、PGO1O4管道

规格为689X4.5无缝钢管

流速校正u尸黑二8.55m/s

⑧其它管道规格尺寸

选择PG0105管道规格为73X4PG0106管道规格为（1）

89X4.5

PG0107管道规格为689X4.5PL0109管道规格

为“32X4

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:

设设公

序所在管道管内介状流

计计流量称材料

号编号质态速

压温直

力度径

8

PGO106-80187.气

1氢气50•8020g

M1B5相

2

8

PG0101-80气

2甲醇2001869*8020g

M1B相

54.5%6

水8

PG0102-80气

345.5%1.63001869*8020g

M1B-H相

6

8

PG0103-80气

4H210%3001869•80