生产能力为2400立方米每小时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任务书设计题目：生产能力为2400m设计人：陈侃班级：控制0701学号：27设计时间：2010年12月21日—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.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: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:3100m/h=3100/22.4=138.393kmol/h甲醇投料量为:138.393/2.9601*32=1496.088kg水投料量为:1496.088/32*1.5*18=1262.325kg/h3、原料液储槽(V0101)进:甲醇1496.088kg/h,水1262.325出:甲醇1496.088kg/h,水1262.3254、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,总计出:生成CO1496.088/32*0.9801*44=2016.184kg/hH1496.088/32*2.9601*2=276.786kg/hCO1496.088/32*0.0099*28=12.600kg剩余甲醇1496.088/32*0.01*32=14.961kg剩余水1262.325-1496.088/32*0.9801*18=437.522kg总计2758.053kg6、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=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29.632m/h=88.897m/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=0.824MPap=1.3632<1.5MPa再设T=175℃p=2.425MPa;p=0.93MPap=1.528MPa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=1496.0880.99/321000(-49.66)=-2.3010kJ/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)=2.3010/(2.835)=1.62510^5kg/h3、过热器(E0102)甲醇和水的饱和蒸气在过热器中175℃过热到280气体升温所需热量为:Q=cmt=(1.901496.088+4.821262.325)(280-175)=9.37310kJ/h导热油c=2.826kJ/(kg·K),于是其温降为:t=Q/(cm)=9.37310/(2.826162500)=2.04℃导热油出口温度为:315-2.04=312.964、汽化塔（TO101)

认为汽化塔仅有潜热变化。

175℃Q=1496.088727.2+20311262.325=3.652106kJ/h以300℃导热油c计算c=2.81kJ/(kg·K)t=Q/(cm)=3.625106/(2.81162500)=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℃5、换热器（EO101)壳程：甲醇和水液体混合物由常温（25℃）升至175Q=cmt=(1496.0883.14+1262.3254.30)(175-25)=1.519106kJ/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)=1.519106/(10.472016.184+14.65276.786+4.19437.522)=56.259℃换热器出口温度为280-56.259=26、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==(10.47*2016.184+14.65*276.786+1.04*14.961)(223.741-40)=4.62610kJ/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=2135437.522=9.34110kJ/h水显热变化Q=cmt=4.19437.522(223.741-40)=3.36810kJ/hQ=Q+Q+Q=5.89710kJ/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)=5.89710/(4.1910)=1.40710kg/h4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（）＝（）＝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＝0.023式中＝1.897mPa*s由此可得泛点气速uu＝＝＝1.64m/s取空塔气速为泛点气速的70％，得空塔气速uu＝0.7u＝0.7*1.64＝1.169m/s由此可得填料塔的塔径DD＝＝＝0.98m圆整至D＝1.0m（2）填料段压力计算实际空塔气速uu＝＝＝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＝HN=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CO35.4750.246碳酸丙烯酯741.5750.9543CO0.35830.005CO35.4750.0457H107.1430.749查表可得：Y==0.326Y=0.326X(1-0.99)=0.00326X=0.0457X=0Y=0.0914Y=0＝=0.0541K＝K＝9.875×1.5×10＝0.148kmol/（m*s）＝＝0.05057kmol/(m*s)则Z＝HN==2.04m考虑一定的安全系数，确定填料高度Z＝2.5m4.2.2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＝1.65Mpa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＝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。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。下部设备封头厚度计算选用标准椭圆形封头，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＝6.79×10-3N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，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）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。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。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，20032.黄振仁，魏新利.过程装备成套技术.北京：化学工业出版社，20013.路秀林，王者相等编.塔设备.北京：化学工业出版社，20044.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，19965.时钧等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，19896.郑津洋，董其伍.过程设备设计.北京：化学工业出版社，20055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1PG0106-48M1B氢气1.65075.893气相12.274820g2PG0101-48M1B甲醇54.5%水45.5%200756.339气相12.274820g3PG0102-48M1B-H300756.339气相12.274820g4PG0103-48M1BH210%CO273%H2O17%300756.339气相12.274820g5PG0104-48M1B-H200756.339气相12.274820g6PG0105-65M1BH212%CO288%50487,2气相5.44820g7RO0101-102L1B-H导热油0.332044540液相1.87310220g8RO0102-102L1B-H导热油0.332044540液相1.87310220g9RO0103-102L1B-H导热油0.332044540液相1.87310220g10RO0104-102L1B-H导热油0.332044540液相1.87310220g11PL0101-14L1B甲醇常压50410.218液相1.01420g12PL0102-11L1B甲醇常压50410.218液相1.511120g13PL0103-19L1B原料液常压50756.339液相0.841920g14PL0104-131B原料液1.650756.339液相0.841320g15PL0105-13M1B原料液1.6200756.339液相1.81320g16PL0106-35L1B吸收液0.4501400液相1.043520g17PL0107-28L吸收液0.4501400液相1.622820g18PL0108-28L1B吸收液0.4501400液相1.622820g19DNW0101-11L1B脱盐水0.350346.121液相1.001120g20DNW0102-9L1B脱盐水0.350346.121液相1.49920g21CWS0101-114L1B冷却水0.35038625液相1.05114镀锌管22CWS0102-85L1B冷却水0.35038625液相1.8885镀锌管23CWR0101-85L1B冷却水0.38038625液相1.8885镀锌管24PG0107-48L1B食品二氧化碳0.450552.825气相11480Cr18Ni925PL0109-25M1B工艺冷凝水1.650280液相0.32520g5.2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1303.048kg/h。温度为25℃。密度为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=4.20m泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×4.20=4.41m3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（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=121.36m泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×121.36=127.43m3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180m3/h,转速2950r/min，电机功率为55KW,允许气蚀余量4.5m5.3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4PL0101-32L1B甲醇常压5032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-1.65PL0102-25L1B甲醇常压5025法兰6PL0103-40L1B原料液常压5040法兰、螺纹7DNW0101-25L1B脱盐水0.35025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9PL0107-50L1B吸收液0.45050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0.332011PL0101-32L1B甲醇常压503212PL0102-25L1B甲醇常压502513PL0103-40L1B原料液常压504014PL0104-32M1B原料液1.6503215PL0105-20M1B原料液1.62002016PL0106-65L1B吸收液0.450651.01.017PL0107-50L1B吸收液0.4505018PL0108-50L1B吸收液0.4505019DNW0101-25L1B脱盐水0.350251.0突面1.020DNW0102-25L1B脱盐水0.3502521CWS0101-150L1B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-=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=509m3/hQmin=31.8mP1=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。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=V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×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×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×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×故甲醇制氢装置的投资估算额为70万元总成本费用估算与分析外购原材料：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1285.71职工工资152外购燃料118.82职工福利费2.13外购动力24.13固定资产折旧费184周转资金借款利息净支出64修理费95汇兑损失净支出5摊销费26金融机构手续费6长期负债利息净支出67其他费用207税金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.基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统