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 (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)
3．反应器设计 (9)
3.1工艺计算 (9)
3.2结构设计 (13)
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
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CO 2，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CO 2、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 3OH →CO ↑+2H 2↑（1-1）
CO+H 2O →CO 2↑+H 2↑（1-2）
CH 3OH 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:
CH 3OH →0.99CO ↑+1.98H 2↑+0.01CH 3OH CO+0.99H 2O →0.99CO 2↑+1.99H 2+0.01CO 合并式(1-5),式(1-6)得到:
CH 3OH+0.981H 2O →0.981CO 2↑+0.961H 2↑+0.01CH 3OH+0.0099CO ↑ 氢气产量为:1200m 3
/h=53.571kmol/h
甲醇投料量为:53.571/2.9601ⅹ32=579.126kg/h 水投料量为:579.126/32ⅹ1.5ⅹ18=488.638kg/h
3、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/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579.126kg/h,水488.638kg/h,总计1067.764kg/h 出:生成CO 2579.126/32ⅹ0.9801ⅹ44=780.452kg/h H 2579.126/32ⅹ2.9601ⅹ2=107.142kg/h CO 579.126/32ⅹ0.0099ⅹ28=5.017kg/h 剩余甲醇579.126/32ⅹ0.01ⅹ32=5.791kg/h
剩余水488.638-579.126/32ⅹ0.9801ⅹ18=169.362kg/h 总计1067.764kg/h 6、吸收塔和解析塔
吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO 2的分压为0.38MPa ,操作温度为常温(25℃).此时,每m 3
吸收液可溶解CO 211.77 m 3
.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 2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2co ρ=pM/RT=0.4⨯44/[0.0082⨯(273.15+25)]=7.20kg/m 3
CO 2体积量V 2CO =780.452/7.20=108.396m 3
/h 据此,所需吸收液量为108.396/9.45=11.47m 3/h
考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为11.47m 3
/h 3⨯=34.41m 3
/h 可知系统压力降至0.1MPa 时,析出CO 2量为108.396m 3/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.
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
甲醇+0.6p
水
=1.5MPa
初设T=170℃p
甲醇=2.19MPa;p
水
=0.824MPa
p
总
=1.3704<1.5MPa
再设T=175℃p
甲醇=2.4MPa;p
水
=0.93MPa
p
总
=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
反应
=579.126⨯0.99/32⨯1000⨯(-49.66)
=-8.90⨯105kJ/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
æ
320
p =4.1868⨯0.68=2.85kJ/(kg·K),cæ
300
p
=2.81kJ/(kg·K)
取平均值c
p
=2.83kJ/(kg·K)
则导热油用量w=Q
反应/(c
p
∆t)=8.90⨯105/(2.83⨯5)=62898kg/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=∑c p m∆t=(1.90⨯579.126+4.82⨯488.638)⨯(280-175)=3.63⨯105kJ/h
导热油c
p
=2.826kJ/(kg·K),于是其温降为:
∆t=Q/(c
P
m)=3.63⨯105/(2.826⨯62898)=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/kg Q=579.126⨯727.2+2031⨯488.638=1.41⨯106
kJ/h
以300℃导热油c p 计算c p =2.76kJ/(kg ·K)
∆t=Q/(c P m)=1.41⨯106/(2.76⨯62898)=8.12℃
则导热油出口温度t 2=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=∑c p m ∆t=(579.126⨯3.14+488.638⨯4.30)⨯(175-25)=5.88⨯105
kJ/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：
c 2pco ≈10.47kJ/(kg ·K) c 2pH ≈14.65kJ/(kg ·K) c pco ≈4.19kJ/(kg ·K)
则管程中反应后气体混合物的温度变化为：
∆t=Q/(c P m)=5.88⨯105/(10.47⨯780.452+14.65⨯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 2,CO,H 2的冷却以及②CH 3OH ,H 2O 的冷却和冷凝. ①CO 2,CO,H 2的冷却
Q=∑c p m ∆t=(10.47⨯780.452+14.65⨯107.142+4.19⨯5.017)⨯(223.7-40)=1.79⨯
106
kJ/h
②CH 3OH 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 2=H ⨯m=2135⨯169.362=3.62⨯105
kJ/h 水显热变化Q 3=c p m ∆t=4.19⨯169.362⨯(223.7-40)=1.30⨯105kJ/h
Q=Q 1+Q 2+Q 3=2.28⨯106
kJ/h
冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔，则温差△T=10℃
∆t)=2.28⨯106/(4.19⨯10)=54415kg/用水量w=Q/(c
p
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。

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 k g ·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 k g ·k/mol ，其摩尔流量为：488.638/18=27.147kmol/h 对于氢气，其摩尔质量为2 k g ·k/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28 k g ·k/mol,其摩尔流量为：5.017/28=0.179kmol/h 进料气中甲醇的摩尔分率y A 为：
y A =
4.0147
.27098.18098
.18=+
对于甲醇和水，由于温度不太高（280o C ），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V A 为：
V A =
489.5510*5.1)
28015.273(*3.8314*098.186
=+m 3/h 水的体积流量V B 为：
V B =
233.8310
*5.1)
28015.273(*3.8314*147.276
=+m 3/h
进料气的总质量为：
m o =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x Af 为：
x Af =
%99%100*126
.579791
.5126.579=-
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 =
21
1
113=--+
（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：
r A =kp A
k=5.5×10-4
e
RT
68600
C A =C AO
A
A A
x x A y 11δ+-
上式两边同乘以RT ，则得：
p A =C AO RT
A
A A
x x A y 11δ+-
反应过程的空间时间τ为：
τ=C AO ∫Af
x
0A
A
r dx =C AO ∫Af x
0A dx /[kC AO RT
A
A A
x x A y 11δ+-]
=
kRT 1∫Af x 0A
A
A x x -+1y 1A δdx A
将k=5.5×10-4
e RT 68600
m 3/(kmol ·h)，R=8314.3)·
(K kmol kj ，T=553.15K ，δA =2，y A =0.4，代入上式，可得空间时间：
τ=0.0038h
（5）计算所需反应器的容积
V R =τV O
进料气的总体积流量为：
V O =55.489+83.233=138.722m 3/h=0.0385m 3
/s
则可得所需反应器的容积为：
V R =τV O =0.0038×138.722=0.527m
3
（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=
τl
=
s m /22.03600
*0038.03= （7）计算反应热
甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即
CH 3OH=CO+2H 2-90.8kj/mol CO+H 2O=CO 2+H 2+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：
x CO =
%99%100*917
.17738
.17=
则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：
Q=90.8×103
×17.917-43.5×103
×17.738=855.261×103
kJ/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GB151，320o C 时钢的导热系数为λ=44.9W/（m ·O C ），管外油侧的对流给热系数为αo =300W/（m 2·O C ），管内侧的对流给热系数为αi =80W/（m 2·O C ），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 m 2·O C/W 和0.0008 m 2·O C/W 总污垢系数为R f =0.0002+0.0008=0.001 m 2·O C/W 根据传热学，反应器的传热系数为：
K=1/（
i 1αd t d 2++o α1+λ
t
+R f ）
由于
d
t
d 2+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 的影响也很小，故可将上式简化为：
K=1/（
i 1α+o
α1
+R f ）=
4.59001.080
130011=++W/（m 2·O C ）=213.84kJ/(h ·m 2·O C) 由于反应器所需的换热面积为：
F=t ΔK Q
=
988.99)
280320(*84.21310*261.8553=-m 2 （9）计算管子的内径
反应器需要的换热面积为：F=n πdl 反应器内气体的体积流量为：
VO=n 4
d 2
πu
联立上述两式，并将l =6m ，u =0.22(m/s)，F=99.988(m 2
)V O =0.0385(m 3
/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
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
c =1.1w
p=0.55MPa设计温度取350? C
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=P D P c i
t c
2[]σφ-=
8.155
.01*134*2700
*55.0=-mm
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mm n 6=δ 强度校核
有效厚度?e =?n -C 1-C 2=5mm ?t
=P D c i e e
()+δδ2=775.385
*2)5700(*55.0=+MPa <???t ?=134MPa
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
表3-2筒体法兰数据
2、 封头
（1）封头内径：700mm
设计压力：P=1.6MPa 设计温度取300? C 封头材料：16MnR 焊接接头系数Φ=1.0
钢板厚度负偏差C 1=0,腐蚀裕量C 2=1.0mm,厚度附加量C=C 1+C 2=1.0mm. 封头的计算厚度计算 选用标准椭圆形封头，K=1.0 ?=
c t i
c 5.0][2P D KP -φσ=
4.790mm 1.6
0.5-11342800
1.61.0=⨯⨯⨯⨯⨯
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 -C 1-C 2=7mm
?t
=e
e i c 2)5.0(δδ+KD P =91.8297
270.58001.06.1=⨯⨯+⨯⨯）（MPa<???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：1m/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
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：φ114×2接管材料：16Mn
法兰类型：板式平焊法兰（HG20593-97）法兰材料：16MnR
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：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DN700～1400，支座处许用弯矩[M j ]=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：p e ＝g m o e α
e α为地震系数，地震设计烈度为7时，e α＝0.24
o m 为设备总质量经计算该反应器的o m ＝1119kg
水平地震载荷为：p e ＝g m o e α＝0.24×1119×9.8＝2631.99N
水平风载荷为：p w ＝1.22.1000=H D q f i ×1.0×550×3400×1500＝3366N 偏心载荷G e ＝0N 偏心距S e ＝0 mm
其中f i 为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。

q 0为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q 0＝550N/m 2。

f i 风压高度系数见参考资料。

水平力取p e 与p w 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=
mm s l b D n i 867)(2)2()22(122223=-+--++δδδ
式中，2δ为耳式支座侧板厚度；3δ为耳式支座衬板厚度。

支座承受的实际载荷为Q ： Q ＝⎥⎦
⎤⎢
⎣⎡+++nd S G Ph kn G g m e e e )(40×103
-＝11.3KN<[]Q ＝30KN 式中，G e 为偏心载荷；S e 为偏心距。

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 L 计算
M L ＝
][85.010)
50125(*3.1110)(*3
312I M kN s l q <=-=-
因此，开始选用的2A3支座满足要求。

形式：A3型
高度：200底板：L1:125b1:80δ1：8s1:40
筋板：L2:100b2:100δ2：5垫板：L3：20b3:160δ3：6e: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
3.3SW6校核
壳 程 圆
筒
注：
换
热管换
热
管板箱
法兰
壳体
法兰
系数计
系数计算
螺
栓 垫 结构尺寸
片 b 0≤6.4mm b =b 0 b 0≤6.4mm D G =(D 外+D 内)/2
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v q ＝110035.3Kg/h ＝0.028m 3/s 流速范围0.5～2.0m/s 取为2.0m/s 则
D i ＝
u
q v
π4＝133.5mm 壁厚t ＝
[]i
t
i p D
p -φσ2＝
32.08.010025
.13332.0-⨯⨯⨯＝0.267mm
Sch.x=1000×
[]
σp
=1000×
100
3
.0=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=2
4D q v
π=1.584m/s 保温层计算:
管道外表面温度T 0=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/m 3
,贷款计息年数为5年,复利率为10%,热价为10元/106
kJ.
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
=⎪⎭
⎫
⎝⎛-+⨯+=7023032000018.0042.0λ0.0609W/(m.K), 表面放热系数为
()()
=+=+=236163.136163.1ωαs 12W/(m 2
.K)
保温工程投资偿还年分摊率
S=
()
()
1
1.011.011.05
5
-++⨯=0.264
计算经济保温层经济厚度
()S
T a H S P T T t P D D D αλλ210795.3ln
0301
1--⨯=-=
()=⨯-⨯-⨯⨯⨯⨯-12
0609
.02264.07502032080000609.01010795.33
0.316
查表得保温层厚度δ=107mm. 计算保温后的散热量
()()12371.00609.02159.0212.0159.0ln 0609
.012032014.322
ln 121010⨯⨯++-⨯⨯=
+
-=
S a D D D T T q αλπ=131.244W/m 计算保温后表面温度a s s T D q T +=
απ1=2012
371.0244
.131+⨯⨯π=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v q ＝1013.479Kg/h ＝0.00036m 3/s 一般吸水管中流速u 1=1m/s,出水管中流速
u 2=1.8m/s 则
D i ＝
u
q v
π4＝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u 1=
24D q v π=1.04m/s,合适u 2=2
4D q v
π=1.79m/s ③脱盐水原料管道的规格
流量v q ＝855.123Kg/h ＝0.00024m 3/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u 1=
24D q v π=0.943m/su 2=2
4D
q v
π=1.56m/s ④甲醇水混合后原料管道的规格
流量v q ＝1868.802Kg/h ＝0.00060m 3/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u 1=
24D q v π=0.974m/su 2=2
4D
q v
π=1.732m/s ⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格
流量v q ＝42000Kg/h ＝0.0012m 3/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u 1=
24D q v π=0.962m/su 2=2
4D
q v
π=1.39m/s ⑥冷却水管道的规格
流量v q ＝95465Kg/h ＝0.027m 3/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u 1=
24D q v π=1.5m/su 2=2
4D q v
π=2.2m/s ⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规格
流量v q ＝1868.802Kg/h ＝0.043m 3/s 计算过程同上
200℃:壁厚t ＝
[]i
t
i p D
p -φσ2＝
6.18.0123280
6.1-⨯⨯⨯＝0.656mm
300℃:壁厚t ＝
[]i
t
i p D
p -φσ2＝
6
.18.0101280
6.1-⨯⨯⨯＝0.8mm
选择PG0101、PG0102、PG0103、PG0104管道规格为φ89×4.5无缝钢管 流速校正u 1=
2
4D
q v
π=8.55m/s ⑧其它管道规格尺寸
选择PG0105管道规格为φ73×4PG0106管道规格为φ89×4.5
PG0107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：
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P01023.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
折合程计量泵的压力：P=ρgh=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
（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=ρgh=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
（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=ρgh=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/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=4.20m3/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/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 m3/h
泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×95.75=100.54 m3/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120 m3/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：
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：
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，T D＝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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15.JB/T4725-1992《耳式支座》
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28.。