生产能力为每小时2400立方米甲醇制氢生产装置设计

南京工业大学 机械学院 2.过程装备与控制工程专业 综合课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 任务书 设计 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 目：生产能力为2400 m³/h 甲醇制氢生产装置设计 1.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 快递客服问题件处理详细方法山木方法pdf计算方法pdf华与华方法下载八字理论方法下载 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. 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. 吸收塔设计……………………………………… 4.1塔设备的选型………………………………………… 4.2 结构设计……………………………………………… 4.2.1 填料段工艺计算…………………………………… 4.2.2 填料段结构设计计算……………………………… 4.2 填料塔结构强度校核………………………………… 5.管道设计…………………………………………. 5.1管子的选型…………………………………………… 5.2泵的选型……………………………………………… 5.3阀门的选型…………………………………………… 5.4管道法兰的选型……………………………………….. 6反应器控制方案设计……………………………. 7技术经济评价……………………………………. 参考文献 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。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。 3.2 物料衡算 1、依据 甲醇蒸气转化反应方程式: CH OH→CO↑+2H ↑ CO+H O→CO ↑+ H CH OH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 OH→0.99CO↑+1.98H ↑+0.01 CH OH CO+0.99H O→0.99CO ↑+ 1.99H +0.01CO 合并式(1-5),式(1-6)得到: CH OH+0.981 H O→0.981 CO ↑+0.961 H ↑+0.01 CH OH+0.0099 CO↑ 氢气产量为: 3100m /h=3100/22.4=138.393 kmol/h 甲醇投料量为: 138.393/2.9601*32=1496.088 kg/h 水投料量为: 1496.088/32*1.5*18=1262.325 kg/h 3、原料液储槽(V0101) 进: 甲醇1496.088kg/h , 水1262.325 kg/h 出: 甲醇1496.088kg/h , 水1262.325 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 1496.088kg/h , 水1262.325kg/h , 总计2758.413kg/h 出 : 生成 CO 1496.088/32*0.9801*44 =2016.184kg/h H 1496.088/32 * 2.9601 * 2 =276.786 kg/h CO 1496.088/32*0.0099*28 =12.600 kg/h 剩余甲醇 1496.088/32*0.01*32 =14.961kg/h 剩余水 1262.325-1496.088/32*0.9801*18=437.522kg/h 总计 2758.053kg/h 6、吸收塔和解析塔 吸收塔的总压为1．5MPa,其中CO 的分压为0.38 MPa ,操作温度为常温(25℃). 此时,每m 吸收液可溶解CO 11.77 m .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=9.45 0.4MPa压力下 =pM/RT=0.4 44/[0.0082 (273.15+25)]=7.20kg/ m CO 体积量 V =2016.184/7.20=280.026m /h 据此,所需吸收液量为 280.026/9.45=29.632m /h 考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 29.632 m /h =88.897 m /h 可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO 量为280.026m /h=2016.187kg/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 =2.172MPa; p =0.824 MPa p =1.3632<1.5 MPa 再设 T=175℃ p =2.425MPa; p =0.93 MPa p =1.528 MPa 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 =1496.088 0.99/32 1000 (-49.66) =-2.30 10 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: c =4.1868 0.68=2.85kJ/(kg·K), c =2.81kJ/(kg·K) 取平均值 c =2.83 kJ/(kg·K) 则导热油用量 w=Q /(c EMBED Equation.3 t)=2.30 10 /(2.83 5)=1.625 10^5kg/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 m t=(1.90 1496.088+4.82 1262.325) (280-175)=9.373 10 kJ/h 导热油c =2.826 kJ/(kg·K), 于是其温降为: t=Q/(c m)= 9.373 10 /(2.826 162500)=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 = 2031kJ/kg Q=1496.088 727.2+2031 1262.325=3.652 106kJ/h 以300℃导热油c 计算 c =2.81 kJ/(kg·K) t=Q/(c m)=3.625 106/(2.81 162500)=7.9℃ 则导热油出口温度 t =312.96-7.9=304.97℃ 导热油系统温差为 T=320-304.97=15.03℃ 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 m t=(1496.088 3.14+1262.325 4.30) (175-25)=1.519 106kJ/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 EMBED Equation.3 10.47 kJ/(kg·K) c EMBED Equation.3 14.65 kJ/(kg·K) c 4.19 kJ/(kg·K) 则管程中反应后气体混合物的温度变化为： t=Q/(c m)=1.519 106/(10.47 2016.184+14.65 276.786+4.19 437.522)=56.259℃ 换热器出口温度为 280-56.259=223.741℃ 6、冷凝器（EO103) 在E0103 中包含两方面的变化：①CO , CO, H 的冷却以及②CH OH , H O的冷却和冷凝. ① CO , CO, H 的冷却 Q= =(10.47*2016.184+14.65*276.786+1.04*14.961) (223.741-40)=4.626 10 kJ/h ② CH 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 Q =H m=2135 437.522=9.341 10 kJ/h 水显热变化Q = c m t=4.19 437.522 (223.741-40)=3.368 10 kJ/h Q=Q +Q + Q =5.897 10 kJ/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/( c EMBED Equation.3 t)= 5.897 10 /(4.19 10)= 1.407 10 kg/h 4 吸收塔设计 4.1 塔设备的选型 塔设备是化工、炼油生产等过程装备中的最重要的设备之一。气液或液液两相之间在塔设备内部充分接触，实现相际传质及传热的目的。通常在塔设备内部可完成的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的吸收与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、炼油、制药等行业，塔设备的性能对整个装置的产品质量、产量、生产能力和消耗额以及“三废”治理和环境保护等各方面均有重大影响。因此，设计和选择合适的塔设备是工程设计人员的一项重要任务。 （1）物性有关因素 ①易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜，因为填料能使泡沫破裂。在板式塔内易引起液泛。 ②具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。若必须用板式塔，宜选用结构简单、造价低廉的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。 ③具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起物料的分解或聚合，应选用压力降较小的塔型。如采用装有规整填料的填料塔。当真空度较低时，宜选用筛板塔或浮阀塔。 ④粘性较大的物系，可以选用大尺寸填料的填料板。相比之下，板式塔的传质效率较差。 ⑤含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的板式塔。如可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔。不宜使用小填料。 ⑥操作过程中有热效应的系统，宜采用板式塔。 （2）操作条件有关因素 ①若气相传质阻力较大，宜采用填料塔。反之，受液相控制的系统，宜采用板式塔。 ②液体负荷较大时，可选用填料塔或选用气液并流的板式塔及液流阻力较小的筛板塔或浮阀塔。此外，导向筛板塔和多降液管的筛板塔亦能承受较大的液体负荷。 ③液体负荷较小时，一般不宜选用填料塔。 ④液气比波动较大时，宜选用板式塔。 ⑤在要求操作弹性较大时，板式塔较填料塔大，其中浮阀塔操作弹性最大，泡罩塔次之。相比之下，穿流式塔的操作弹性较小。 （3）其他因素 ①在多时情况下，塔径大于800㎜时，宜用板式塔，小于800㎜时，则可采用填料塔。但随着高效能填料的问世，在大直径的塔设备中亦有采用填料塔的情况，而小直径的塔设备亦有使用板式结构。 ②相比之下，填料塔的重量要大于板式塔。 ③大直径的塔设备以板式塔的造价较低廉。 4.2填料塔设计 4.2.1 填料段工艺计算 已知进入吸收塔的混合气体质量流量为1785.239kg/h，操作压力为1.5Mpa，液体的入口温度25℃。 4.2.1.1 填料塔段塔径的计算： 混合气体的密度 ＝0.5574kg/m 吸收剂的密度 ＝1100kg/m 混合气体的质量流量m ＝1785.239kg/h 吸收剂碳酸丙烯酯的质量流量ml＝68.823×1100=75705.3kg/h。则 （ ） ＝ （ ） ＝0.9546 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0.023。即 U EMBED Equation.3 ＝0.023 式中 ＝1.897mPa*s 由此可得泛点气速u u ＝ ＝ ＝1.64m/s 取空塔气速为泛点气速的70％，得空塔气速u u＝0.7 u ＝0.7*1.64＝1.169m/s 由此可得填料塔的塔径D D＝ ＝ ＝0.98m 圆整至D＝1.0m。 （2）填料段压力计算 实际空塔气速u u ＝ ＝ ＝1.133m/s 埃克特通用关联图的纵坐标可由下式计算 ＝ ＝0.011 埃克特通用关联图的横坐标为0.9546 查埃克特通用关联图的压力降 P＝300Pa/s （1） 填料高度计算 采用对数平均推力法计算填料层高度Z，可表示为 Z＝H N = 式中， —按气相传质总系数 计算的传质单元高度； —气相传质单元数。 组分摩尔浓度 气相组分 摩尔流率 kmol/h 摩尔分数 液相组分 摩尔流率 kmol/h 摩尔分数 CO 35.475 0.246 碳酸丙烯酯 741.575 0.9543 CO 0.3583 0.005 CO 35.475 0.0457 H 107.143 0.749 查表可得：Y = =0.326 Y =0.326X(1-0.99)=0.00326 X =0.0457 X =0 Y =0.0914 Y =0 ＝ =0.0541 K EMBED Equation.3 ＝K EMBED Equation.3 ＝9.875×1.5×10 ＝0.148kmol/（m *s） ＝ ＝0.05057kmol/(m *s) 则 Z＝H N = =2.04m 考虑一定的安全系数，确定填料高度Z＝2.5m。 4.2.2 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＝1.65 Mpa 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 ＝0mm，腐蚀余量C ＝1.0mm，厚度附加量C＝C +C ＝1.0mm。 下部液体储存空间容积，一般以其所在储存液体相当于该塔5～15min的处理量考虑。 选取下部筒体内直径Di=2.2m。 （1） 下筒体体的计算厚度计算 ＝ ＝14.08mm 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 ＝16mm。 （2） 下部设备封头厚度计算 选用 标准 excel标准偏差excel标准偏差函数exl标准差函数国标检验抽样标准表免费下载红头文件格式标准下载 椭圆形封头，其厚度为： ＝ ＝ ＝14.00mm 考虑厚度附加余量并圆整至钢板厚度系列，去封头名义厚度与筒体厚度相同， ＝16mm。 （3）上部筒体厚度计算 ＝ ＝6.38mm 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 ＝10mm，应力校核不行， =14校核合格。 (4) 上部设备封头厚度计算 选用标准椭圆形封头，其厚度为： ＝ ＝6.36mm 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， 通过应力校核 ＝14mm合格。 (5)开孔及开孔补强计算 通过SW6软件校核，开孔可不进行补强，补强计算相关数据见后面校核说明书 （6）填料支承装置 选用工业上最常采用的栅板支承填料,由于筒体直径较大，为了便于通过人孔装拆，栅板制成三块，采用6块筋板辅助支撑，栅板安放在角钢组成的支承圈上。查文献得：栅板扁钢截面为50mm×8mm，扁钢之间的间距为28mm. 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 ＝9.8×2.5×1×0.015×380=260.68N 填料层持液量 L＝3.43HLt ×10-4 ＝3.43×2.5×1×0.015×1100×10-4＝6.79×10-3 N 考虑栅条上载荷的不均匀性及安全系数，梁上弯矩为： M = = =43.44N/m 栅条上的应力为： σ＝ = = =108.57MPa 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 σ<[σ]t=153MPa,因此,所用栅条符合强度要求. （7）耳式支座选用及验算 由于该吸收剂相对结构较小，故选用结构简单的耳式支座。 根据JB/T4725-92选用支座：JB/T4725-92，耳座B5，支座质量M=28.7kg，支座相关尺寸如下： 其允许载荷 =100Kn,使用公径DN1300-2600,支座处许用弯矩 =29.34Kn·m。筋板和底板材料为Q235-A·F，垫板材料与容器材料相同选16MnR。 1 支座承受的实际载荷计算 吸收塔质量计算： 设计塔高6.8m,上部填料段高度2.5m,下部高度3.5m， 支座高度0.8m 筒体质量 =[3.14×（0.52-0.4902）×2.5＋3.14×（1.12-1.0862）×3.5]×7.85 =3.25t 上筒体封头质量 =20.4kg 下筒体封头质量 =485.8×2=971.6kg 吸收液质量 =1100×68.823×10÷60=12617.55kg按所储存液体相当于该塔10分钟的处理量考虑 人孔质量 =304kg 耳座质量 =28.7×4=114.8kg 故塔体总质量 17278.35kg 水平地震载荷为： =0.5 =0.5×0.23×17278.35×9.81=19492.57N 水平风载荷为： =0.95 =0.95×0.88×350×（2.2＋0.014×2）×6.8 =4433.00N 其中 为风压高度变化系数，按设备质心所在高度取。 为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的 =350N/ 。 水平力取较大值，故P=19492.57N 支座安装尺寸为D： D= ＋ =2.725m 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： Q= =87.5kN＜[Q] 式中， =228kg为偏心载荷； =0.75m为偏心距;k=0.83,d=D=2.521m。 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 计算 = = =21kN·m＜[ ] 因此，开始选用的4个B5支座满足要求。 （8） 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175。莲蓬头的安装高度为200mm. 参考文献 1.黄振仁，魏新利. 过程装备成套技术设计指南. 北京：化学工业出版社，2003 2.黄振仁，魏新利. 过程装备成套技术. 北京：化学工业出版社，2001 3.路秀林，王者相等编.塔设备 . 北京：化学工业出版社，2004 4.国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册（下册） 北京：化学工业出版社，1996 5.时钧等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，1989 6.郑津洋，董其伍.过程设备设计.北京：化学工业出版社，2005 5 管道设计 5.1 管子选型 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 1 PG0106-48M1B 氢气 1.6 50 75.893 气相 12.27　 48　 20g 2 PG0101-48M1B 甲醇54.5% 水45.5% 200 756.339 气相 12.27　 48　 20g 3 PG0102-48M1B-H 300 756.339 气相 12.27　 48　 20g 4 PG0103-48M1B H2 10% CO2 73% H2O 17% 300 756.339 气相 12.27　 48　 20g 5 PG0104-48M1B-H 200 756.339 气相 12.27　 48　 20g 6 PG0105-65M1B H212% CO288% 50 487,2 气相 5.4　 48　 20g 7 RO0101-102L1B-H 导热油 0.3 320 44540 液相 1.873　 102　 20g 8 RO0102-102L1B-H 导热油 0.3 320 44540 液相 1.873　 102　 20g 9 RO0103-102L1B-H 导热油 0.3 320 44540 液相 1.873　 102　 20g 10 RO0104-102L1B-H 导热油 0.3 320 44540 液相 1.873　 102　 20g 11 PL0101-14L1B 甲醇 常压 50 410.218 液相 1.0　 14　 20g 12 PL0102-11L1B 甲醇 常压 50 410.218 液相 1.51　 11　 20g 13 PL0103-19L1B 原料液 常压 50 756.339 液相 0.84　 19　 20g 14 PL0104-131B 原料液 1.6 50 756.339 液相 0.84　 13　 20g 15 PL0105-13M1B 原料液 1.6 200 756.339 液相 1.8　 13　 20g 16 PL0106-35L1B 吸收液 0.4 50 1400 液相 1.04　 35　 20g 17 PL0107-28L1B 吸收液 0.4 50 1400 液相 1.62　 28　 20g 18 PL0108-28L1B 吸收液 0.4 50 1400 液相 1.62　 28　 20g 19 DNW0101-11L1B 脱盐水 0.3 50 346.121 液相 1.00　 11　 20g 20 DNW0102-9L1B 脱盐水 0.3 50 346.121 液相 1.49 9　 20g 21 CWS0101-114L1B 冷却水 0.3 50 38625 液相 1.05　 114　 镀锌管 22 CWS0102-85L1B 冷却水 0.3 50 38625 液相 1.88　 85　 镀锌管 23 CWR0101-85L1B 冷却水 0.3 80 38625 液相 1.88　 85　 镀锌管 24 PG0107-48L1B 食品二氧化碳 0.4 50 552.825 气相 11 48　 0Cr18Ni9 25 PL0109-25M1B 工艺冷凝水 1.6 50 280 液相 0.3　 25　 20g 5.2 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1303.048kg/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：1303.048/0.807＝1615.13L/h 泵的流量Q＝1.05×1615.13＝1695.88L/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，JD2000/0.8型计量泵的流量为2000L/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1099.447kg/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：1099.447/0.997＝1102.76L/h 泵的流量Q＝1.05×1102.76＝1157.89L/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，JD1250/1.3型计量泵的流量为1250L/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2042.494kg/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：2042.494/0.860＝2374.99L/h 泵的流量Q＝1.05×2374.99＝2493.74L/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，JD2800/0.8型计量泵的流量为2800L/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 m3/h 泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41 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，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121000kg/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121000/997=121.36 m3/h 泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×121.36=127.43 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，150Y75A型水泵最佳工况点：扬程61m,流量180 m3/h,转速2950r/min，电机功率为55KW,允许气蚀余量4.5m,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 1 PG0106-80M1B 氢气 1.6 50 80 法兰 闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C 2 RO0101-150L1B-H 导热油 0.3 320 150 法兰 闸阀：Z41H-1.6C、Z41Y-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等 3 RO0104-150L1B-H 导热油 0.3 320 150 法兰 4 PL0101-32L1B 甲醇 常压 50 32 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-1.6 5 PL0102-25L1B 甲醇 常压 50 25 法兰 6 PL0103-40L1B 原料液 常压 50 40 法兰、螺纹 7 DNW0101-25L1B 脱盐水 0.3 50 25 法兰、螺纹 Z15W-1.0T 8 PG0107-80L1B 食品二氧化碳 0.4 50 80 螺纹 闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等 9 PL0107-50L1B 吸收液 0.4 50 50 法兰、螺纹 闸阀： Z15W-1.0T 止回阀：H41H-1.6 10 PL0109-20M1B 工艺冷凝水 1.6 50 20 法兰 Z15W-1.0T 5.3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 1 PG0106-80M1B 氢气 1.6 50 80 2.5 带颈平焊法兰 凹凸面 2.5 2 PG0101-80M1B 混合气体 200 3 PG0102-80M1B-H 300 4.0 4.0 4 PG0103-80M1B 300 5 PG0104-80M1B-H 200 2.5 2.5 6 PG0105-65M1B 50 65 7 RO0101-150L1B-H 导热油 0.3 320 150 8 RO0102-150L1B-H 导热油 0.3 320 9 RO0103-150L1B-H 导热油 0.3 320 10 RO0104-150L1B-H 导热油 0.3 320 11 PL0101-32L1B 甲醇 常压 50 32 12 PL0102-25L1B 甲醇 常压 50 25 13 PL0103-40L1B 原料液 常压 50 40 14 PL0104-32M1B 原料液 1.6 50 32 15 PL0105-20M1B 原料液 1.6 200 20 16 PL0106-65L1B 吸收液 0.4 50 65 1.0 1.0 17 PL0107-50L1B 吸收液 0.4 50 50 18 PL0108-50L1B 吸收液 0.4 50 50 19 DNW0101-25L1B 脱盐水 0.3 50 25 1.0 突面 1.0 20 DNW0102-25L1B 脱盐水 0.3 50 25 21 CWS0101-150L1B 冷却水 0.3 50 150 22 CWS0102-125L1B 冷却水 0.3 50 125 23 CWR0101-125L1B 冷却水 0.3 80 125 24 PG0107-80L1B 食品二氧化碳 0.4 50 80 1.0 凹凸面 1.0 25 PL0109-20M1B 工艺冷凝水 1.6 50 20 1.6 突面 1.6 6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，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=509 m3/h Qmin=31.8 m3/h P1=0.35Mpa P2=0.3 Mpa r=1.070g/m3 管径159mm ＝P1－ P2＝0.05 Mpa=0.49kgf/cm3 Cvmax=1.167Q =1.167 =878 Cvmax=1.167Q =1.167 =55 据此选择Cv和调节阀的口径DN 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，确定调节器为反作用。 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 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 1． 甲醇制氢装置的投资估算 （1） 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。 本套装置共有储槽和分离容器4台，分别为：原料液储槽（V0101,常温常压）；气液分离罐（V0102，T=40℃，P=1.5MPa）,吸收液中间储罐(V0103, 常温常压);吸收液储罐(V0104, 常温常压)。根据装置生产能力，初步估算容器的容积分别为：V1= 5m3，V2=3m3，V3=V4=8m3 其中，V2，V3，V4为平底平盖容器，计算其质量分别为WV1=750kg，WV3=WV4=1220kg。V2为立式椭圆封头容器，计算得WV2=1220kg 该套装置共有4台换热器，分别为换热器（E0101，P=1.5MPa），过热器（E0102，P=1.5Mpa），冷凝器（E0103，=1.5MPa），转化器（R0101， P=1.5Mpa）。根据热负荷初步估算个换热器的面积分别为：FE1=19m2，FE2=FE3=18.7m2,FR1=159.7m2。采用浮头式换热器，φ19×2的换热管，计算其质量分别为：WE1=825.83kg，WE2=WE3=812kg，WR1=7700kg。 该套装置共有3台塔设备，分别为气化塔（T0101），吸收塔（T0102），解吸塔（T0103）。则T0101、T0102、T0103三个塔的质量分别为:1887kg, 5578kg, 5578kg。 材料均选碳钢，设容器及他设备为每斤6元，换热器每公斤12元，则静设备总价值为：21.92万元。 该套装置共有8台泵，经询价每台泵1. 2万元，因此，该套装置总设备约为：31.52万元。 （2）总投资估算 用系数连乘法求总投资，各系数由表查得：k1＝1.059，＝1.2528，k3＝1.0483，k4＝1.0277，k5＝1.0930，k6＝1.0803，k7＝11.3061。已知设备费A＝31.52万元，计算结果如下： 设备安装工程费率B＝k1A=1.0559×31.52=33.28(万元) 设备安装费=B- A=33.28-31.52=1.76(万元) 管道工程C= k2B=1.2528×33.28=41.69(万元) 管道工程费=C-B=41.69-33.28=8.41(万元) 电气工程费率D= k3C=1.0483×41.69=43.7(万元) 电气工程费=D-C=43.7-41.69=2.01(万元) 仪表工程费率E= k4D=1.0277×43.7=44.91(万元) 仪表工程费=E-D=44.91-43.7=1.21(万元) 建筑工程费率F= k5E=1.093×44.91=49.09(万元) 建筑工程费=F-E=49.09-44.91=4.18(万元) 装置工程建设费率G= k6F=1.0803×49.09=53.03(万元) 费用定额规定得费用=G-F=53.03-49.09=3.94(万元) 总投资H= k7G=1.3061×53.03=69.26(万元) 故甲醇制氢装置的投资估算额为70万元 2. 总成本费用估算与 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 · 外购原材料：1285.7万元 · 外购燃料：118.8万元 · 外购动力：24.1万元 · 工资：15万元 · 职工福利费：2.1万元 · 固定资产折旧费：18万元 · 修理费：9万元 · 摊销费：2万元 · 财务费用：6万元（不计复利） · 税金：118.2万元（不计其他税） · 其他费用：20万元 · 固定成本与变动成本 变动成本 总计：1454.6万元 固定成本 总计：49.1万元 序号 项目 合计/万元 序号 项目 合计/万元 1 外购材料 1285.7 1 职工工资 15 2 外购燃料 118.8 2 职工福利费 2.1 3 外购动力 24.1 3 固定资产折旧费 18 4 周转资金借款利息净支出 6 4 修理费 9 5 汇兑损失净支出 5 摊销费 2 6 金融机构手续费 6 长期负债利息净支出 6 7 其他费用 20 7 税金 3. 盈亏平衡分析 盈亏平衡分析是通过计算盈亏平衡点(BEF)分析项目成本与收益平衡关系的一种方法。 盈亏平衡点通常用生产能力利用率或产量表示。其计算式为： BEP（生产能力利用率）= = =12.34% BEP（产量）= = 648t 该值小，说明项目适应市场需求变化的能力大，抗风险能力强。 经上述计算可知，当本项目达到盈亏平衡点时，两种产品总产量为 648t，即甲醇74t,食品二氧化碳574t。若产量小于此值，将出现亏损。 参考文献 黄振仁，魏新利. 过程装备成套技术设计指南. 北京：化学工业出版社，2003 黄振仁，魏新利. 过程装备成套技术. 北京：化学工业出版社，2001 王毅，张早校. 过程装备控制技术及应用. 北京：化学工业出版社，2007 桑之富，化工设备设计. � EMBED \* MERGEFORMAT ��� � EMBED AutoCAD.Drawing.16 \* MERGEFORMAT ��� _1234568024.unknown _1234568096.unknown _1234568179.unknown _1355207320.unknown _1355209570.unknown _1355216337.unknown _1355217274.unknown _1355266820.unknown _1355266885.unknown _1355266910.unknown _1355266749.unknown _1355218977.unknown _1355216756.unknown _1355216894.unknown _1355216679.unknown _1355210383.unknown _1355216217.unknown _1355210343.unknown _1355208748.unknown _1355209133.unknown _1355209269.unknown _1355209023.unknown _1355208645.unknown _1355208714.unknown _1355208602.unknown _1234568187.unknown _1234568196.unknown _1234568200.unknown _1234568204.unknown _1234568207.unknown _1234568208.unknown _1234568209.unknown _1234568206.unknown _1234568205.dwg 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