1.2 压力容器分类
1.2.1 介质危害性：指介质的毒性、易燃性、腐蚀性、氧化性等，其中影响压
力容器分类的主要是毒性和易燃性。
1.毒 性：是指某种化学毒物引起机体损伤的能力。
（1）极度危害（Ⅰ级）：最高容许浓度＜0.1 mg/m3；
（2）高度危害（Ⅱ级）：最高容许浓度0.1～＜1.0 mg/m3；
（3）中度危害（Ⅲ级）：最高容许浓度1.0～＜10 mg/m3；
（4）轻度危害（Ⅳ级）：最高容许浓度≥10 mg/m3。
※ 介质毒性程度愈高，压力容器爆炸或泄漏所造成的危害愈严重，对材料选用、制造、检验和管理的要求愈高。
Q235-B 不能使用
钢板应逐张超声检测
介质危害性100%射线或超声检测
气密性试验
法兰带颈 且PN≥1.6MPa
2.易燃介质：爆炸下限＜10%，或爆炸下限和上限之差≥20%的介质如
甲烷、乙烷、乙烯、氢气、丙烷、丁烷等。
压力容器盛装的易燃介质主要指易燃气体和液化气体。
※易燃介质对压力容器的选材、设计、制造和管理等提出了较高的要
求，易燃介质容器均采用全焊透结构
1.2.2 压力容器分类
世界各国规范对压力容器分类的方法各不相同，本节着重介绍我国《压力容器安全技术监察规程》中的分类方法
分类：①按压力等级
③按安装方式
1.按承压方式分类：
外压容器：当容器的内压力小于一个绝对大气压（约0.1MPa）时又称为
真空容器
内压容器：（按照设计压力p分）
低压(L)容器 0.1 MPa≤p＜1.6 MPa
中压(M)容器 1.6 MPa≤p＜10.0 MPa
高压(H)容器 10 MPa≤p＜100 MPa
超高压(U)容器 p≥100MPa
2.按生产过程中的作用分类：
反应压力容器 (代号R)
换热压力容器（代号E）
分离压力容器（代号S）
储存压力容器（代号C，其中球罐代号B）
3. 按安装方式分类：
固定式压力容器
移动式压力容器（该安装方式的压力容器在结构、使用和安全方面均有其特殊的要求。）
4.按安全技术管理分类
②按容器在生产中的作用 ④按安全技术管理
分类原则：根据容器压力与容积乘积大小、介质危害程度以及容器的作用将压力容器分类。
第一类压力容器
三类容 第二类压力容器
第三类压力容器
（1）第三类压力容器：
具有下列情况之一的，为第三类压力容器:
a．高压容器；
b．中压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质）；
c．中压储存容器（仅限易燃或毒性程度为中度危害介质，且pV乘积
大于等于10MPa·m3）；
d、中压反应容器（仅限易燃或毒性程度为中度危害介质，且pV乘积
大于等于0.5MPa·m3）；
e、低压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质，且pV乘积大于等于0.2MPa·m3）；
f．高压、中压管壳式余热锅炉；
g．中压搪玻璃压力容器；
h．使材料制造的压力容器；
（指度规定值下限≥540MPa）
i．移动式压力容器
包括：铁路罐车（介质为液化气体、低温液体）
罐式汽车[液化气体运输（半挂）车、低温液体运输（半挂）
车、永久气体运输（半挂）车]和罐式集装箱（介质为液化气
体、低温液体等）
j．球形储罐（容积大于等于50m3）
k．低温液体储存容器（容积大于5m3）
（2）第二类压力容器：具有下列情况之一的，为第二类压力容器。 a、中压容器；
b．低压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质）；
c．低压反应容器和低压储存容器
（仅限易燃介质或毒性程度为中度危害介质）；
d．低压管壳式余热锅炉；
e．低压搪玻璃压力容器。
（3）第一类压力容器：除上述规定以外的低压容器为第一类压力容器。 由于各国的经济政策、技术政策、工业基础和管理体系的差异，压力容器的分类方法也互不相同。采用国际标准或国外先进标准设计压力容器时，应采用相应的分类方法。
前言
氢气是一种重要的工业用品，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也有着不同的要求。近年来随着中国改革开放的进程，随着大量高精产品的投产，对高纯氢气的需求量正在逐渐扩大。
烃类水蒸气转化制氢气是目前世界上应用最普遍的制氢方法，是由巴登苯胺公司发明并加以利用，英国ICI公司首先实现工业化。这种制氢方法工作压力为2.0-4.0MPa,原料适用范围为天然气至干点小于215.6℃的石脑油。近年来，由于转化制氢炉型的不断改进。转化气提纯工艺的不断更新，烃类水蒸气转化制氢工艺成为目前生产氢气最经济可靠的途径。
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。它具有以下的特点：
1、 与大规模天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢比较，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，运输储存方便。而且由于所用的原料甲醇纯度高，不需要在净化处理，反应条件温和，流程简单，故易于操作。
4、 可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。
摘要
本次课程设计是设计生产能力为700m3/h甲醇制氢生产装置。
在设计中要经过工艺设计计算，典型设备的工艺计算和结构设计，管道设计，单参数单回路的自动控制设计，机器选型和技术经济评价等各个环节的基本训练。
在设计过程中综合应用所学的多种专业知识和专业基础知识，同时获得一次工程设计时间的实际训练。课程设计的知识领域包括化工原理、过程装备设计、过程机械、过程装备控制技术及应用、过程装备成套技术等课程。本课程设计是以甲醇制氢装置为模拟设计对象，进行过程装备成套技术的全面训练。
设计包括以下内容和步骤：
1、 工艺计算。
2、 生产装置工艺设计。
3、 设备设计。分组进行。
4、 机器选型。
5、 设备不知设计。
6、 管道布置设计。
7、 绘制管道空视图。
8、 设计一个单参数、单回路的自动控制方案。
9、 对该装置进行技术经济评价。
10、整理设计计算说明书。
设计任务书
一、题目：生产能力为700m3/h甲醇制氢生产装置
二、设计参数：生产能为700m3/h
三、计算内容：
1、 工艺计算：物料衡算和能量衡算。
2、 机器选型计算。
3、 设备布置设计计算。
4、 管道布置设计计算。
5、 技术经济评价计算。
四、图纸清单：
1、 甲醇制氢装置物流图
2、 换热器设备图
3、 管板零件图
4、 管道仪表流程图
5、 设备布置图
6、 管道布置图
7、 管道空视图(PL0104-15L1B)
8、 管道空视图(PL0105-15L1B)
第一章 工艺设计
1.1.1甲醇制氢物料衡算.
(1)依据
甲醇蒸气转化反应方程式：
CH3OH—→CO↑ + 2H2↑
CO + H2O —→CO2↑ + H2
CH3OHF分解为CO,转化率99%,CO变换转化率99*,反应温度 280℃,反应压力为1. 5 MPa,醇水投料比1:1.5(mol)。
(2)投料量计算
代如转化率数据
CH3OH —→ 0.99 CO↑ + 1.98 2H2↑ +0.01 CH3OH
CO + 0.99 H2O —→ 0.99 CO2↑ + 0.99 H2↑+ 0.01 CO↑
合并得到
CH3OH + 0.9801 H2O —→ 0.9801 CO2↑ + 2.9601 H2↑ + 0.01 CH3OH+ 0.0099 CO 氢气产量为： 700 m³/h=31.250 kmol/h
甲醇投料量为： 31.250/2.9601 * 32=337.828 kg/h
水投料量为： 337.828/32 * 1.5 * 18=285.042 kg/h
(3)原料储液槽 (V0101)
进：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h。
出：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 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 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h，总计622.87 kg/h
出：生成CO2 337.828/32 * 0.9801 * 44=455.370 kg/h
H2 337.828/32 * 2.9601 * 2=62.500 kg/h
CO 337.828/32 * 0.0099 * 28=2.926 kg/h
剩余甲醇 337.828/32 * 0.01 * 32=3.378 kg/h
剩余水 285.042- 337.828/32 * 0.9801 * 18 =98.796 kg/h
总计 622.87 kg/h
(6)吸收和解析塔
吸收塔总压为1.5Mpa,其中CO2分压为0.38Mpa,操作温度为常温(25℃)。此时每m³吸收液可溶解CO211.77 m³.
解吸塔的操作压力为0.1MPa, 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 ρCO2 = pM /RT =4 * 44/[0.082 * (273.15 + 25)] =7.20 kg/m³ CO2体积重量 V CO2 =455.370/7.20 =63.232 m³/h
据此，所需吸收液的量为 63.232/9.45 =6.691 m³/h
考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为6.691 * 3=20.074m³/h
系统压力降至0.1MPa时，析出CO2 量为 86.510 m³/h = 455.370 kg/h
(7)PSA系统 略。
(8)各节点的物料量
综合上面的工艺物料恒算结果，给出物料流程图及各节点的物料量。
1.1.2热量恒算
(1) 气化塔顶温度确定
要使甲醇完全汽化，则其气相分率必然是甲醇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 + 0.6 p水=1.5MPa
初设 T=170℃ p甲醇=2.19MPa; p水 =0.824MPa
p总 =1.3704MPa
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) 转化器(R0101)
两步反应的总反应热为49.66 kj/mol,于是在转化器内需要共给热量为：
Q反应=337.826*0.99/32*1000*(-49.66)
=-5.190*105 kj/h
此热量有导热油系统带来，反应温度为280℃，可以选用导热油温度为320℃，导热油温降设定为5℃，从手册中查到导热油的物性参数，如必定压热容与温度的关系，可得： Cp320℃=4.1868*0.68=2.85 kj/(kg．K),Cp300℃=2.81 kj/(kg．K)
取平均值 Cp=2.83 kj/(kg．K)
则导热油的用量 w=Q反应 /(CpΔt)= 5.190*105 / (2.83*5)=3.668*104 kg/h
(3) 过热器(E0102)
甲醇和水的饱和正气在过热器中175℃过热到280℃，此热量由导热油供给。 气体升温所需热量为
Q=ΣCp mΔt=（1.90*337.828+4.82*285.042）*(280-175)=2.117*105 kj/h
导热油 Cp=2.825 kj/(kg．K),于是其温度降为
Δt=Q/(Cp m)= 2.117 * 105 /（2.86 * 3.668*104 ）=2.042℃
导热油出口温度为 ：315-2.042=312.958
(4) 汽化塔(T0101)
认为汽化塔仅有潜热变化。
175℃ 甲醇 H=727.2 kj/kg 水 H=2031 kj/kg
Q=337.828 *727.2 +2031*285.042=8.246*105 kj/h
以300℃导热油Cp计算 Cp=2.76 kj/(kg．K)
Δt=Q/(Cp m)=2.36*106 /2.76*3.668*104)=8.145℃
则导热油出口温度t2 =312.958-8.145=304.812℃
导热油系统温差为ΔT=320-304.812=15.187℃ 基本合适
(5) 换热器(E0101)
壳程：甲醇和水液体混合物由常温(25℃)升至175℃
液体混合物升温所需的热量
Q=ΣcpmΔt=(337.828*3.14 + 285.042 *4.30)*(175-25)=3.430*105 kj/h 管程：
取各种气体的比定压热容为：
CpCO2 ≈ 10.47 kj/(kg．K)
CPH2 ≈ 14.65 kj/(kg．K)
CPH20 ≈ 4.19 kj/(kg．K)
则管程中反应后其体混合物的温度变化为：
Δt=Q/(Cp * m)= 3.430*105 /(10.47*455.267+14.65*62.5+4.19*98.8)= 56.264℃ 换热器出口温度 280-56.264=223.736℃
(6) 冷凝器(E0103)
①CO2 、CO 、H2的冷却
Q1 =ΣcpmΔt=(10.47*455.267+14.65*62.5+10.47*2.926)*(223.736-40)=1.05*10 6 kj/h
②压力为1.5MPa时水的冷凝热为：
H=2135kj/kg,总冷凝热Q2 =H * m=2135 *98.8=2.109*105 kj/h
水显热变化 Q3 =cpmΔt=4.19* 98..795*(223.736-40)=7.600*104 kj/h Q= Q1+ Q2+ Q3=1.407*106 kj/h
冷却介质为循环水，才用中温型凉水塔，则温差ΔT=10℃ 用水量 w=Q/(cpΔt)= 1.407*10/(4.19*10)=3.359*10 kg/h
第二章设 备设计计算和选型——换热设备
1.1设计任务
根据给定的工艺设计条件，此设计为无相变热、冷流体间换热的管壳式换热器设计任务。 1.2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。安排水和甲醇的混合液体走管程，混合气体走壳程。 1.3热工计算 ①原始数据 计算内容或项目 管程流体名称
壳程流体名称
管程进、出口的温度 壳程进、出口的温度 管程、壳程的工作压力 管程的质量流量 （表2-1） ②物料与热量恒算 计算内容或项目 换热器效率 负荷
壳程的质量流量 （表2-2） ③有效平均温差 计算内容或项目
6
4
符号 Ti;T0 ti;t0 pt;ps Wt
单位 ℃ ℃ MPa kg/s 计算公式或来源 结果 备注 甲醇和水混合
液
混合气体 已计算 25;175 已计算 280 ;223.736 已计算 1.5;1.5 已计算 0．1730
符号
η Q ws 单位 W kg/s 计算公式或来源 取用 结果 0．98 3.43*105 0．1730 备注
符号 单位 计算公式或来源
结果 备注
逆流对数平均温度 流程型式 参数 参数
温度校正系数 有效平均温差 Δtlog ℃ R P Φ ΔtM
℃
初步确定1-2型管壳式换热器
查图4-2
ΔtM = ΦΔtlog 146.918 1壳程-2管程 0．375 0.588 0.95 141.041
（表2-3） ④初算传热面积 计算内容或项目 初选总传热系数 初算传热面积 （表2-4） ⑤换热器结构设计
符号 单位 计算公式或来源 结果
K0 W/(m2
．℃) 参考表4-1 240
A0 m2
2．815 备注
计算内容或项目 符号 管 换热管材料 程 换热管内径、外径 di;d 换热管管长 L 结 换热管根数 n 管程数 Ni 构 管程进出口接管djt*Sjt 尺寸 设 (外径*壁厚) 计
管壳程数
程换热管排列形式 结
构换热管中心距 设分程隔板槽两侧计 中心距
管束中心排管数 壳体内径
换热器长径比 实排热管根数 折流板形式 折流板外直径 折流板缺口弦离 折流板间距 折流板数
壳程进出口接管尺寸
（表2-5）
⑥结构设计与强度设计
Ns S Sn nc Di L/ Di n Db h B Nb djs*Sjs
单位 m m m 计算公式或来源 选用碳钢无缝钢管
选用9m标准管长折半
根据管内流体流速范围选定
按接管内流体流速
m m m m m
1
分程隔板槽两侧正方形排列，其余正正三角形排三角形排列 列 S=1.25d或按标准 0.032 按标准 0．004
L/ Di 作图 选定
按GB151-1999 取 取
合理选取
7
0．171 8．771 36
弹弓形折流板 0.168 0.0342 0.171 16
合理 选取
1)换热流程设计：采用壳程为单程、管程为双程的结构型式.
2)换热管及其排列方式:采用的无缝钢管，材料为20号钢。热管排列方式为三角形排列。如图所示，共排列36根。
3)折流板：采用通用的单弓形折流板，材料为Q235-B钢，板厚6mm,板数16块。 4)拉杆：采用Q235-B, mm,共6根。
5)筒体：材料采用16MnR钢，采用钢管，取Dn=219mm 6)封头：采用标准椭圆形封头，材料采用16MnR钢。
取Dn=219mm采用标准封头，长径是短径的2倍，即54.75取55 筒体厚度， =1.05mm
考虑到内部压力较大，有腐蚀性等因素，取δ=4mm 封头h2=25mm h1=55mm （图2-1）
7)法兰：甲型。垫片种类。非金属轻垫片，石棉橡胶板 法兰材料：板材 16MnR 螺栓材料：35 螺母材料：Q235-B 筒体法兰
选用甲型平焊法兰JB4701-92，密封面选用平密封面 JB4701-92 法兰PⅡ 219-16M
DN=300 D=430,D1=390,D2=355,D3=345,D4=345,δ=342,螺柱：M20,16个 管程和壳程进出口接管法兰 选用带颈平焊钢制管法兰 尺寸分别为：
管程：D=140,K=100,L=18,n=4,Th=M16,C=18,B1=39,N=60,R=5,H=30,质量=2.02kg 壳程：D=185,K=145,L=18,n=4,Th=M16,C=2-,B1=78,N=104,R=6,H=32,质量=3.66 （图2-2）
8)管板：采用固定式管板，其厚度可以按照GB151《管壳式换热器》标准进行设计,取40mm。 9)支座： 型式：重型
安装形式，固定式，代号F 材料：Q235-A．F
结构特征， 包角，弯制，单筋，不带垫板 标记：JB/T 4712-92 鞍座 BV219-F
第三章 机器选型
3.1计量泵的选择
往复泵是容积式泵。在高压力小流量，输送粘度大的液体，要求精确计量即要求流量随压力变化小的情况下宜选用各种类型式的往复泵。要求精确计量时，应用计量泵。 往复泵的流量可采用各种调节机构达到精确计量，即计量泵。计量泵用于生产中需要精确计量，所输送介质的场合：如注缓蚀剂，输送酸，碱等。流量可在0-100%范围内调节，但一般应在30%-100%范围内使用，计量泵有柱塞式和隔膜式，柱塞式计量流量的精度高玉隔膜式。J型计量泵适用于输送各种不含固体颗粒的腐蚀性和非腐蚀性介质。 甲醇制氢工艺需要精确的投料比，故应选用计量泵。现工艺设计要求甲醇的投料量为337.826kg/h,水为285.041 kg/h,现按工艺要求分别选择一台甲醇计量泵，一台纯水计量泵，一台原料计量泵。 已知条件：
1、甲醇正常投料量为337.826 kg/h,温度为25℃,密度为0.807kg/h，操作情况为泵从甲醇储槽中吸入甲醇，送入与原料液储槽，与水混合。
2、水的正常投料量为285.041kg/h，温度为25℃,密度为0.997kg/h,操作情况为泵从纯水储槽中吸入水，送入原料液储槽，与甲醇混合。
3、 原料液储槽出来的量为甲醇337.826kg/h,水285.041kg/h,温度为25℃，操作情况为泵从原料液储槽中吸入原料液，送入换热器。 3.11甲醇计量泵选型
工艺所需正常的体积流量为：337.826/0.807=418.61L/h 泵的流量Q=1.05*418.62=439.55L/h
工艺估算所需扬程30M,泵的扬程H=1.1*30=33M。
折合成计量泵的压力(泵的升压)P=ρHg=33*807*8.81/106=0.261Mpa
泵的选型，查文献一，JZ-500/0.63型计量泵的流量为500L/h,压力为0.63Mpa,转速为102r/min,进出口管径为15mm,电机功率为1.1KW,满足需要。 3.1.2纯水计量泵的选型
工艺所需正常的体积流量为：285.041/0.997=285.90L/h
泵的流量Q=1.05*285.90=315.20L/h.
工艺估算所需扬程30M,泵的扬程：H=1.1*30=33M 折合成泵的压力：P=Hρg=33*997*9.81/106=0.323Mpa
泵的选型：查文献一，JZ-400/0.8型计量泵的流量为400L/h,压力为0.8Mpa,转速为126r/min,进出口管径为15mm,电机功率为1.1KW,满足要求。 3.1.3原料计量泵的选型
原料液密度：ρ=807*1/（1+1.5）+997*1.5/(1+1.5)=921kg/m3
工艺所需正常的体积流量为：(285.041+337.826)/(0.921)=622.867/0.921=676.29L/h 泵的流量Q=1.05*676.29=710.10L/h
工艺估算所需的扬程80M,泵的扬程H=1.1*80=88M 折合成泵的压力P=ρHg=88*921*9.81/106=0.795MPa
泵的选型查文献一，JD-1000/1.3型计量泵的流量为1000L/h,压力为1.3MPa,转速为115r/min,电机功率为2.2KW,满足要求。 3.2离心泵的选型 3.2.1吸收剂循环泵
已知条件：碳酸丙烯酯吸收剂的用量为20.07m3/h,温度为40℃,密度为1100kg/m 3,由吸收塔出口出来经泵送到吸收塔，选择离心泵作为吸收剂的输送泵。 工艺所需正常的体积流量为:20.07m3/h。 泵的流量Q=1.05*20.07=21.07m3/h 工艺估算所需的扬程30M 泵的扬程H=1.1*30=33M
泵的选型：查文献一，选用B型单级离心泵，BJ(B)25-40型离心泵，流量为25m 3/h,扬程为40m,转速为2950r/min,电机功率5.5KW,满足要求。 3.2.2冷却水泵。
已知条件：冷凝水为循环水，采用中温型冷水塔,温差ΔT=10℃,用水量3.19*104kg/h,温度为常温25℃，密度为997kg/m3,在冷凝器中进行换热，采用B型单级离心泵。 工艺上所需正常体积流量为3.19*104/997=32m3/h
泵的流量：Q=1.05*32=33.6m3/h 工艺估算所需的扬程30M 泵的扬程H=1.1*30=33M
泵的选型：查文献一，选用B型单级离心泵BJ(B)50-40型离心泵,流量50m /h，扬程42m,转速2950r/min,电机功率10KW,满足要求。 第四章 设备布置图设计 4.1设备布置方案
本次设备布置方案，采用设备在室外布置，具体设备布置方案和尺寸清参加设备布置图，比例为1:100。 4.2主要设备的尺寸 代号 V0101 V0102 V0103 T0101 T0102 T0103 R0101 E0101 E0102 E0103
计量泵 甲醇计量泵 纯水计量泵 原料液计量泵
往复泵
吸收剂循环泵 冷却水循环泵 （表4-1） 第五章管道布置设计
3
名称 甲醇储罐 纯水储罐 原料液储罐 气化塔 吸收塔 解析塔 转化器 预热器 过热器 冷凝器 高度mm 1200 1200 1800 6600 6600 6600
5505(长度) 3574 3574 3574 直径mm 2000 2000 2000
800（400） 2000(500) 2000(500) 500 219 219 219
代号 流量L/h 压力MPa 转速r/min JZ-500/0.63 500 0.63 102 JZ-400/0.8 400 0.8 126 JD-1000/1.3 1000 1.3 115 电机功率KW
1.1 1.1 2.2
代号 流量L/h 压力MPa 转速r/min 电机功率 BJ(B)25-40 25 40 2950 5.5 BJ(B)50-40 50 42 2950 10
5．1管子选型（确定几种主要管道尺寸的方法如下） 5.11脱盐水管径确定
脱盐水流量为285.04kg/h,密度为997kg/m3,流速取2m/s 由V= /4*du得d= = =7.11mm
根据标准选用DN1.5无缝钢管，壁厚取为1.5mm 5.1.2走甲醇管的管径确定
甲醇流量为337.826kg/h,密度为807kg/m3,流速取为2m/s 则d= = =8.61mm
根据标准选用DN15无缝钢管，壁厚取1.5MM 5.1.3原料输送管
原料液用量为622.867kg/h,密度为921kg/m3,流速取为2m/s 则d= =10.94mm
根据标准选用DN15无缝钢管，壁厚度为2.5mm 5.1.4进入吸收塔混合气体所需管径尺寸确定
混合气体质量为520.693kg/h,密度0.557kg/m3,流速35m/s 则d= =97.2mm
根据标准选用DN100无缝钢管，壁厚度为4mm 5.1.5吸收液管子尺寸
吸收液量为20.073m3/h,密度为110kg/m3,流速2.5m/s 则d= =18.3mm
根据标准选用DN20无缝钢管，壁厚度为3mm 5.1.6冷却水管子尺寸
冷却水为3.19*104kg/h,密度为997kg/m3,流速2m/s 则d= =75mm
2
根据标准选DN8-无缝钢管，壁厚为3mm 5.2主要管道工艺参数汇总一览表 序号 1 2 3 4 5 管道编号 管内介质 设计压力MPa 设计温度℃ 管子规格 材料 DN0101-20L1B 脱盐水 0.3 50 20 DN0102-20L1B 脱盐水 0.3 50 20 PL0101-15L1B 甲醇 0.3 50 20 PL0102-15L1B 甲醇 0.3 50 20 PL0103-15L1B 原料液 0.3 50 20 6 PL0104-15L1B 原料液 1．6 50 7 PL0105-15L1B 原料液 1.6 175 8 PG0101-100N1B 原料气 1.6 175 9 PG0102-100N1B 原料气 1.6 280 10 PG0103-100N1B 原料气 1.6 280 11 PG0104-100N1B 原料液 1.6 225 12 PG0105-100N1B 原料气 1.6 50 13 H0101-100N1B 氢气 1.6 50 14 PL0106-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
15 PL0107-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
16 PL0108-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
17 PG0106-80N1B 食品二氧0．4 50 化碳
18 R00101-125L1B 导热油 0.6 320 19 R00102-125L1B 导热油 0.6 320 20 R00103-125L1B 导热油 0.6 320 21 R00104-125L1B 导热油 0.6 320 22 CWS0101-80L1B 冷却水 0.3 50 23
CWR0101-80L1B 冷却水 0.3 50 （表5-1）
以上20号钢军参照GB/T8163-1999 0Cr18Ni9Ti参照标准GB/T14976 镀锌管参照GB/T14976 5.3管道上阀门的选型 序号 管道编号 设计压力
公称直径连接形式 MPa
DN/MM 1
DN0101-20L1B 0.3 25
法兰
20 20 20 20 20 20 20 20 20
20
20
0Cr18Ni9Ti
20 20 20 20 镀锌管 镀锌管
Z25W-1.0T
阀门型号闸阀
2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
DN0102-20L1B 0.3 PL0101-15L1B 0.3 PL0102-15L1B 0.3 PL0103-15L1B 0.3 PL0104-15L1B 1.6 PL0106-20N1B 1.65 PL0108-20N1B 1.65 R00101-125L1B 0.6 R00104-125L1B 0.6 CWS0101-80L1B 0.3 CWE0101-80L1B 0.3 H0101-100N1B 1.6 PG0106-80N1B 0.4
25 15 15 15 15 20 20 125 125 80 80 100 80 法兰、螺纹 闸阀Z25W-1.0T/止回
阀H11T-1.6
法兰 Z15W-1.0K 法兰、螺纹 Z15W-1.0K/H11W-1.6K 法兰 Z15W-1.0OK 法兰、螺纹 Z15W-1.0K/H11W-16K 法兰、螺纹 Z15W-1.0T/H11T-1.6 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z41H-1.6C 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C
（表5-2）
所选阀门军参照标准JB308-75 5.4管件选型
弯头采用90°弯头，参考文献一，弯头曲率半径R=1.5D0,D0为外管。 管件与弯头处采用焊接连接。
管件与筒体连接处采用法兰连接，参见标准HG20595. 管法兰、垫片，紧固件选择参见文献一，P189 5.5管道布置图
选取该区域的中上部区域来布置管线，具体管路布置清参考JQ11-032管道布置图，所含
设备有P0101,P0102,P0103,E0101,V0101
管线，支座情况清参见管道布置图（具体定为参照参考文献一） 5.6管道空视图
选取:PL0104-15L1B和PL0105-15L1B两根管线作管道空视图，具体请参见空视图。 5.7法兰选型
法兰的选用主要根据工作压力，管子外径等参数，现将主要管道法兰列表如下： 管道编号
管内介设计压力 公称直径 阀门公称法兰类型 密封面形公称压力质 压力等级式 等级
(MPa) (MPa)
H0101-100N1B 氧气 1.6 PG0101-100N1B 原料气 1.6 PG0102-100N1B 原料气 1.6 PG0103-100N1B 氢气1.6
10%
PG0104-100N1B 二氧化1.6
碳73%
PG0105-100N1B 水17% 1.6 PG0106-80N1B 食品二0.4
氧化碳
R00101-125L1B 导热油 0.6 R00104-125L1B 导热油 0.6 PL0101-15L1B 甲醇 0.3 PL0102-15L1B 甲醇 0.3 PL0103-15L1B 原料液 0．3 PL0104-15L1B 原料液 1．6 PL0106-20N1B 吸收液 1.65 PL0107-20N1B 吸收液 1.65 PL0108-20N1B 吸收液 1.65 DN0101-20L1B 脱盐水 0.3 DN0102-20L1B 脱盐水 0.3 CWS0101-80L1B 冷却水 0.3 CWR0101-80L1B 冷却水 冷却水（表5-3）
5.8筒体保温材料一览表 序号 管道编号 1 DN0101-20L1B 2 DN0102-20L1B 3 PL0101-15L1B 4 PL0102-15L1B 5 PL0103-15L1B 6 PL0104-15L1B 7 PL0105-15L1B 8 PL0106-20L1B 9 PL0107-20L1B 10 PL0108-20L1B 11 PG0101-100N1B 12 PG0102-100N1B 13 PG0103-100N1B 14 PG0104-100N1B 15 PG0105-100N1B 16 H0101-100N1B 17
PG0106-80N1B 100 2.5 100 2.5 100 4.0 100 4.0 1OO 4.0 100 2.5 80 1.6 125 1.6 125 1.6 15 1.6 15 1.6 15 2.5 15 2．5 20 2.5 20 2.5 20 2.5 25 1.0 25 1.0 80 1.0 0.3
1.0
设计温度℃ 50 50 50 50 50 50 175 50 50 50 175 280 280 225 50 50 50
带颈平焊 凹凸面 2.5
带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 4.0 带颈平焊 凹凸面 4.0
带颈平焊 凹凸面 4.0 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6
带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1．6 带颈平焊 凹凸面 2．5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面
1.0
保温层厚度mm 保温材料 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 100 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉
18 19 20 21 22 23 R00101-125L1B R00102-125L1B R00103-125L1B R00104-125L1B CWS0101-80L1B CWR0101-80L1B 320 320 320 320 50 50 100 100 100 100 80 80 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉
（表5-4） 5.9管道仪表流程图
关于管道仪表流程图有以下说明：
1、 图中，甲醇储罐给水处罐、冷却水泵，水泵均未表现出来。
本章补充说明：本章有些数据是参照本组其他同学的设计、计算数据，而关于汽化器、解析塔以及另外两台换热器的相关数据通过推力假设所得。
第六章 自动控制方案设计
6．1 选择一个单参数自动控制方案 本组选择温度作为控制系数进行设计
选择从E0103换热器出来的气体温度作为控制系数，冷却水的流量作为调节参数。 首先从被测点测出的温度通过测量元件及变送器，将所测数值与定植进行比较，然后通过调节器读对执行器进行有所动作，以用来调节冷却水的流量，以利于换热器出来的气体达到一个稳定的温度值，有效的控制好气体温度。 6．2换热器温度控制系统 （图6-1）
6.3 换热器温度控制系统方块图（图6-2） 该温度控制系统为一负反馈控制系统 T表示被加热介质的出口温度，是被调节参数 TT表示温度测量并将其变换为TC可接受的信号的仪表 TC表示用来控制温度的调整器 气动执行阀是执行器 换热器是被控制物理对象
f表示干扰因素，有原料气体流量变化，换热器环境温度的变化。
第七章 工程项目的经济评价
7.1工程项目投资计算 甲醇制氢装置的投资估算 7.11单元设备价格估算
本套装置共有储罐和锅容器4台，分别为甲醇储槽(V0102,常温常压)，水储槽(V0103),原料液储槽(V0101,常温常压)，导热油(V0104),根据装置，初步估算各容器的容积为V
3
1=V2=V3=V4=9.42m,V 1V2V3均为平低平盖容器 得W V1 =0.251V0.42ρ
v/8
=0.251*9.420.42*ρ
9.42/8
=2091kg
所以WV1=WV2=WV3=WV4 =2091KG
该套装置有3台换热器，1台转化器，分别为：换热器(E0101,P=1.5MPa).过热器
(E0102,P=1.5MPa),冷凝器(E0103,P=1.5MPa)、转化器（R0101,P=1.5MPa）,根据热负荷初步估算各换热器的面积分别为，F Z1=2.647m2,FZ2=FZ3=2.647m2,FR1=58.3m2,计算其质量分别为W Z1=256.126kg,WZ2=WZ3=256.162kg,WR1=1871kg
该套装置共有3台它设备，分别为汽化塔，(T0101)吸收塔(T0102)解析塔(T0103)其中汽化塔下部为一换热器，估算质量为300kg,顶部为一填料塔，吸收塔和解析塔下部为一椭圆形封头立式容器，上部为一填料塔(D=0.5M),参考本组其他同学数据，计算结果及进行相似计算得到：T0101,T0102,T0103三个塔的质量分别为4000kg,3192kg,3192kg。 材料均选用碳钢，锅容器及塔设备为每公斤6元，换热器每公斤12元，则静设备总价值为14.41676万元。
该装置共有5台泵，经查询价格，每台泵价格为1万元，合计5万元，因此该台装置的总设备费伟19.41767万元。 7.12总投资估算
用系数连乘法球总投资，各系数由参考文献二表3-1查的，k1=1.0559,k 2=1.2528,k3=1.0483,k4=1.0277,k5=1.0930,k 6=1.0803,k7=1.3061 已知设备费A=19.42万元，计算结果如下
设备安装工程费率B=k1A=1.0599*19.42=20.506万元 设备安装费=B-A=20.506-19.42=1.085万元 管道工程费率C=k2B=1.2528*20.506=25.690万元
管道工程费=C-B=5.184万元
电气工程费率D=k3C=1.0483*25.690=26.931万元 电气工程费=D-C=26.931-25.690=1.241万元 仪表工程费率E=k4D=1.0277*26.931=27.677万元 仪表工程费=E-D=27.677-26.931=0.746万元 建筑工程费率F=k5E=1.093*27.677=30.250万元 建筑工程费=F-E=30.250-27.677=2.573万元 装置工程建设费率G=k6F=1.0803*30.250=32.679万元 装置工程建设费=G-F=32.679-30.250=2.429万元 总投资H=Kt．G=1.3061*32.679=42.682万元 故甲醇制氢装置的投资估算额为42.5万元 7.2总成本费用的估算与分析 (1)外购原材料
甲醇制氢装置的外购生产原材料主要是甲醇，消耗量为337.826kg/h,一年按300天计算，年总用量2433吨，每吨按照2000元计算，则外购原材料为486.6万元。 (2)外购燃料
甲醇制氢装置在加热导热油需燃料导热油用量为33680kg/h,温度由320℃降至304.813℃，年折合燃料费用为8.733万元 （3）外购动力
甲醇制氢装置的需水量为285.041kg/h,年计2053吨，每吨按2元计，年用水费4106元，泵主要是耗电能，按40KW计算每年7200h,则年耗电能28.8万度，每度电按0.5元计，年电费为14.4万元，则外购动力费总计14.8106万元 （4）工资
甲醇制氢装置定员为10人，每人工资按年薪2万元计，则每年工资总额为20万元。 （5）职工福利
项目评价时，职工福利费可按照职工工资总额的14%提取，所以甲醇制氢装置的职工年福利费为2.8万元。
（6）固定资产折旧费
用双倍余额递减法对甲醇制氢装置进行折旧，折旧年限为12年，则年折旧率为20%,年固定资产折曲额为8.5万元 （7）修理费
对甲醇制氢装置按固定资产原值的10%计算为4.25万元 （8）租贷费 本装置不发生租贷费 （9）摊销费用
假设项目为专利技术，其专利使用费为20万元，按10年摊销，每年计入的总成本费用为2万元。 （10）财务费用
该装置固定资产投资全部使用贷款，即贷45万元，按每年贷款利率6%计算，总贷款复息计2.7万元
由以上几项费用计算可见，每年原材料费、然动费、工资福利费、折旧修理费合计约545.694万元，按每月周转一次，则需资金约费60万元，周转资金全部使用短期贷款，按年利率6%计算，则年短期贷款利息为3.6万元。 （11）税金
根据生产能力，该套装置的氢气产量为62.5kg/h,年产量为450吨，每吨售价按照0.4万元计算，则氢气产品的的年销售入为180万元，该套装置的食品二氧化碳的产量为
455.270kg/h,年产量约为3277.9吨，每吨售价按照0.2万元计算，则食品二氧化碳产品的年销售收入为655.6万元。两个产品合计年销售收入为835.6万元，销售税按照6%计算，则年税金为50.14万元(不计其他税)。 （12）其他费用
该装置按前11项成本费用综合的2%计算，约为12.1万元 （13）固定成本与变动成本
成本费用一览表
变动成本 总计525.844万元 固定成本 总计40.25万
元
序号 项目 合计/万元 序号 项目 合计/万元 1 外购材料 486．6 1 职工工资 20.0
2 3 4 5 6 7
外购燃料 外购动力
周转资金借贷利息净支出
汇兑损失净支出 金融机构手续费 其他费用
8.733 14.8106 3.6 12.1
2 2 4 5 6 7 8
职工福利费 固定资产折旧费 修理费
租赁费 摊销费用
长期负债利息净支出 税金
2.8 8.5 4.25 2.0 2.7 50.14
（表7-1）
7．3甲醇制氢项目的财务评价
由前面已知，甲醇裂解制氢装置的固定资产投资估算为42.5万元。总成本费用如上表所示。
因该项目规模较小，因此只做财务评价，不再做国民经济评价及社会效益分析， 7.3.1 盈利能力分析
年(平均)利润总额=年(平均)产品销售收入-年(平均)总成本费用-年(平均)销售税金=835.6-525.8436-40.25-50.14=219.366万元。
投资总额=建设投资+建设期利息+流动资金=42.5+3.6+60=106.1万元。 投资利润率=年(平均)利润总额/投资总额*100%=219.366/106.1*100%=206.754% 投资利税率=年平均利税总额/投资总额*100%=(219.366+50.14)/106.1*100%=254.012% 所得税按30%计，则年平均所得税后利润=219.366*(1-0.3)= 153.556万元。 资本金净利润率=年平均所得税后利润/注册资本*100%=153.556/45*100%=341.236% 投资回收期=106.1/219.366=0.484年=5.8月=177天 从以上指标分析看，该项目的盈利能力是比较好的。 7.3.2清偿能力分析
固定资产投资借款为45万元，建设期为半年，建设期的利息为1.35万元，第一年税后利润为219.366/2=109.683万元，平均每月的税后利润为18.820万元，即第一年的第9个月末即可还清固定资产投资借款和利息。因此借款偿还期约为0.8年。
年经营成本=总成本费用-折旧费-摊销费-财务费用=566.094-8.5-2-3.6=551.994万元，年周转次数按10次计，则应收账款为54.570万元.存货按10天计，为28.853万元。现金按20万元计，则：
流动资产=应收账款+存货+现金=54.570+28.853+20=103.423万元 应付帐款=外购原材料、燃料、水费等全年的费用/周转次数 流动负债=应付帐款=(525.844+40.25)/10=56.609万元 流动资金=流动资产-流动负债=103.423-56.609=46.814万元 速动资产=流动资产-存货=103.423-28.853=74.57 万元
流动比率=流动资产/流动负债*100%=103.424/56.609*100%=182.709% 速动比率=速动资产/流动负债*100%=74.57/56.609*100%=131.728% 所以可见清偿能力良好。 7.3.3盈亏平衡分析
BEP(生产能力利用率)=年固定总成本/（年产品销售收入-年可变总成本-年销售税金）*100%=40.25/(835.6-525.844-50.14)*100%=15.504%
BEP(产量)=年固定总成本/(单位产品价格-单位产品可变成本-单位产品销售税金)= 40.25/((835.6-525.844-50.14)/3727.9)= 577.961 t 该值小。说明项目适应市场需求能力大，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，两种产品的总产量为577.961t,即氢气69.766t,食品二氧化碳508.195t。若产量小于此值，将出现亏损。
1.2 压力容器分类
1.2.1 介质危害性：指介质的毒性、易燃性、腐蚀性、氧化性等，其中影响压
力容器分类的主要是毒性和易燃性。
1.毒 性：是指某种化学毒物引起机体损伤的能力。
（1）极度危害（Ⅰ级）：最高容许浓度＜0.1 mg/m3；
（2）高度危害（Ⅱ级）：最高容许浓度0.1～＜1.0 mg/m3；
（3）中度危害（Ⅲ级）：最高容许浓度1.0～＜10 mg/m3；
（4）轻度危害（Ⅳ级）：最高容许浓度≥10 mg/m3。
※ 介质毒性程度愈高，压力容器爆炸或泄漏所造成的危害愈严重，对材料选用、制造、检验和管理的要求愈高。
Q235-B 不能使用
钢板应逐张超声检测
介质危害性100%射线或超声检测
气密性试验
法兰带颈 且PN≥1.6MPa
2.易燃介质：爆炸下限＜10%，或爆炸下限和上限之差≥20%的介质如
甲烷、乙烷、乙烯、氢气、丙烷、丁烷等。
压力容器盛装的易燃介质主要指易燃气体和液化气体。
※易燃介质对压力容器的选材、设计、制造和管理等提出了较高的要
求，易燃介质容器均采用全焊透结构
1.2.2 压力容器分类
世界各国规范对压力容器分类的方法各不相同，本节着重介绍我国《压力容器安全技术监察规程》中的分类方法
分类：①按压力等级
③按安装方式
1.按承压方式分类：
外压容器：当容器的内压力小于一个绝对大气压（约0.1MPa）时又称为
真空容器
内压容器：（按照设计压力p分）
低压(L)容器 0.1 MPa≤p＜1.6 MPa
中压(M)容器 1.6 MPa≤p＜10.0 MPa
高压(H)容器 10 MPa≤p＜100 MPa
超高压(U)容器 p≥100MPa
2.按生产过程中的作用分类：
反应压力容器 (代号R)
换热压力容器（代号E）
分离压力容器（代号S）
储存压力容器（代号C，其中球罐代号B）
3. 按安装方式分类：
固定式压力容器
移动式压力容器（该安装方式的压力容器在结构、使用和安全方面均有其特殊的要求。）
4.按安全技术管理分类
②按容器在生产中的作用 ④按安全技术管理
分类原则：根据容器压力与容积乘积大小、介质危害程度以及容器的作用将压力容器分类。
第一类压力容器
三类容 第二类压力容器
第三类压力容器
（1）第三类压力容器：
具有下列情况之一的，为第三类压力容器:
a．高压容器；
b．中压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质）；
c．中压储存容器（仅限易燃或毒性程度为中度危害介质，且pV乘积
大于等于10MPa·m3）；
d、中压反应容器（仅限易燃或毒性程度为中度危害介质，且pV乘积
大于等于0.5MPa·m3）；
e、低压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质，且pV乘积大于等于0.2MPa·m3）；
f．高压、中压管壳式余热锅炉；
g．中压搪玻璃压力容器；
h．使材料制造的压力容器；
（指度规定值下限≥540MPa）
i．移动式压力容器
包括：铁路罐车（介质为液化气体、低温液体）
罐式汽车[液化气体运输（半挂）车、低温液体运输（半挂）
车、永久气体运输（半挂）车]和罐式集装箱（介质为液化气
体、低温液体等）
j．球形储罐（容积大于等于50m3）
k．低温液体储存容器（容积大于5m3）
（2）第二类压力容器：具有下列情况之一的，为第二类压力容器。 a、中压容器；
b．低压容器（仅限毒性程度为极度和高度危害介质）；
c．低压反应容器和低压储存容器
（仅限易燃介质或毒性程度为中度危害介质）；
d．低压管壳式余热锅炉；
e．低压搪玻璃压力容器。
（3）第一类压力容器：除上述规定以外的低压容器为第一类压力容器。 由于各国的经济政策、技术政策、工业基础和管理体系的差异，压力容器的分类方法也互不相同。采用国际标准或国外先进标准设计压力容器时，应采用相应的分类方法。
前言
氢气是一种重要的工业用品，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也有着不同的要求。近年来随着中国改革开放的进程，随着大量高精产品的投产，对高纯氢气的需求量正在逐渐扩大。
烃类水蒸气转化制氢气是目前世界上应用最普遍的制氢方法，是由巴登苯胺公司发明并加以利用，英国ICI公司首先实现工业化。这种制氢方法工作压力为2.0-4.0MPa,原料适用范围为天然气至干点小于215.6℃的石脑油。近年来，由于转化制氢炉型的不断改进。转化气提纯工艺的不断更新，烃类水蒸气转化制氢工艺成为目前生产氢气最经济可靠的途径。
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。它具有以下的特点：
1、 与大规模天然气、轻油蒸气转化制氢或水煤气制氢比较，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，运输储存方便。而且由于所用的原料甲醇纯度高，不需要在净化处理，反应条件温和，流程简单，故易于操作。
4、 可以做成组装式或可移动式的装置，操作方便，搬运灵活。
摘要
本次课程设计是设计生产能力为700m3/h甲醇制氢生产装置。
在设计中要经过工艺设计计算，典型设备的工艺计算和结构设计，管道设计，单参数单回路的自动控制设计，机器选型和技术经济评价等各个环节的基本训练。
在设计过程中综合应用所学的多种专业知识和专业基础知识，同时获得一次工程设计时间的实际训练。课程设计的知识领域包括化工原理、过程装备设计、过程机械、过程装备控制技术及应用、过程装备成套技术等课程。本课程设计是以甲醇制氢装置为模拟设计对象，进行过程装备成套技术的全面训练。
设计包括以下内容和步骤：
1、 工艺计算。
2、 生产装置工艺设计。
3、 设备设计。分组进行。
4、 机器选型。
5、 设备不知设计。
6、 管道布置设计。
7、 绘制管道空视图。
8、 设计一个单参数、单回路的自动控制方案。
9、 对该装置进行技术经济评价。
10、整理设计计算说明书。
设计任务书
一、题目：生产能力为700m3/h甲醇制氢生产装置
二、设计参数：生产能为700m3/h
三、计算内容：
1、 工艺计算：物料衡算和能量衡算。
2、 机器选型计算。
3、 设备布置设计计算。
4、 管道布置设计计算。
5、 技术经济评价计算。
四、图纸清单：
1、 甲醇制氢装置物流图
2、 换热器设备图
3、 管板零件图
4、 管道仪表流程图
5、 设备布置图
6、 管道布置图
7、 管道空视图(PL0104-15L1B)
8、 管道空视图(PL0105-15L1B)
第一章 工艺设计
1.1.1甲醇制氢物料衡算.
(1)依据
甲醇蒸气转化反应方程式：
CH3OH—→CO↑ + 2H2↑
CO + H2O —→CO2↑ + H2
CH3OHF分解为CO,转化率99%,CO变换转化率99*,反应温度 280℃,反应压力为1. 5 MPa,醇水投料比1:1.5(mol)。
(2)投料量计算
代如转化率数据
CH3OH —→ 0.99 CO↑ + 1.98 2H2↑ +0.01 CH3OH
CO + 0.99 H2O —→ 0.99 CO2↑ + 0.99 H2↑+ 0.01 CO↑
合并得到
CH3OH + 0.9801 H2O —→ 0.9801 CO2↑ + 2.9601 H2↑ + 0.01 CH3OH+ 0.0099 CO 氢气产量为： 700 m³/h=31.250 kmol/h
甲醇投料量为： 31.250/2.9601 * 32=337.828 kg/h
水投料量为： 337.828/32 * 1.5 * 18=285.042 kg/h
(3)原料储液槽 (V0101)
进：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h。
出：甲醇 337.828 kg/h，水 285.042 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 337.828 kg/h，水 285.042 kg/h，总计622.87 kg/h
出：生成CO2 337.828/32 * 0.9801 * 44=455.370 kg/h
H2 337.828/32 * 2.9601 * 2=62.500 kg/h
CO 337.828/32 * 0.0099 * 28=2.926 kg/h
剩余甲醇 337.828/32 * 0.01 * 32=3.378 kg/h
剩余水 285.042- 337.828/32 * 0.9801 * 18 =98.796 kg/h
总计 622.87 kg/h
(6)吸收和解析塔
吸收塔总压为1.5Mpa,其中CO2分压为0.38Mpa,操作温度为常温(25℃)。此时每m³吸收液可溶解CO211.77 m³.
解吸塔的操作压力为0.1MPa, 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 ρCO2 = pM /RT =4 * 44/[0.082 * (273.15 + 25)] =7.20 kg/m³ CO2体积重量 V CO2 =455.370/7.20 =63.232 m³/h
据此，所需吸收液的量为 63.232/9.45 =6.691 m³/h
考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为6.691 * 3=20.074m³/h
系统压力降至0.1MPa时，析出CO2 量为 86.510 m³/h = 455.370 kg/h
(7)PSA系统 略。
(8)各节点的物料量
综合上面的工艺物料恒算结果，给出物料流程图及各节点的物料量。
1.1.2热量恒算
(1) 气化塔顶温度确定
要使甲醇完全汽化，则其气相分率必然是甲醇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 + 0.6 p水=1.5MPa
初设 T=170℃ p甲醇=2.19MPa; p水 =0.824MPa
p总 =1.3704MPa
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) 转化器(R0101)
两步反应的总反应热为49.66 kj/mol,于是在转化器内需要共给热量为：
Q反应=337.826*0.99/32*1000*(-49.66)
=-5.190*105 kj/h
此热量有导热油系统带来，反应温度为280℃，可以选用导热油温度为320℃，导热油温降设定为5℃，从手册中查到导热油的物性参数，如必定压热容与温度的关系，可得： Cp320℃=4.1868*0.68=2.85 kj/(kg．K),Cp300℃=2.81 kj/(kg．K)
取平均值 Cp=2.83 kj/(kg．K)
则导热油的用量 w=Q反应 /(CpΔt)= 5.190*105 / (2.83*5)=3.668*104 kg/h
(3) 过热器(E0102)
甲醇和水的饱和正气在过热器中175℃过热到280℃，此热量由导热油供给。 气体升温所需热量为
Q=ΣCp mΔt=（1.90*337.828+4.82*285.042）*(280-175)=2.117*105 kj/h
导热油 Cp=2.825 kj/(kg．K),于是其温度降为
Δt=Q/(Cp m)= 2.117 * 105 /（2.86 * 3.668*104 ）=2.042℃
导热油出口温度为 ：315-2.042=312.958
(4) 汽化塔(T0101)
认为汽化塔仅有潜热变化。
175℃ 甲醇 H=727.2 kj/kg 水 H=2031 kj/kg
Q=337.828 *727.2 +2031*285.042=8.246*105 kj/h
以300℃导热油Cp计算 Cp=2.76 kj/(kg．K)
Δt=Q/(Cp m)=2.36*106 /2.76*3.668*104)=8.145℃
则导热油出口温度t2 =312.958-8.145=304.812℃
导热油系统温差为ΔT=320-304.812=15.187℃ 基本合适
(5) 换热器(E0101)
壳程：甲醇和水液体混合物由常温(25℃)升至175℃
液体混合物升温所需的热量
Q=ΣcpmΔt=(337.828*3.14 + 285.042 *4.30)*(175-25)=3.430*105 kj/h 管程：
取各种气体的比定压热容为：
CpCO2 ≈ 10.47 kj/(kg．K)
CPH2 ≈ 14.65 kj/(kg．K)
CPH20 ≈ 4.19 kj/(kg．K)
则管程中反应后其体混合物的温度变化为：
Δt=Q/(Cp * m)= 3.430*105 /(10.47*455.267+14.65*62.5+4.19*98.8)= 56.264℃ 换热器出口温度 280-56.264=223.736℃
(6) 冷凝器(E0103)
①CO2 、CO 、H2的冷却
Q1 =ΣcpmΔt=(10.47*455.267+14.65*62.5+10.47*2.926)*(223.736-40)=1.05*10 6 kj/h
②压力为1.5MPa时水的冷凝热为：
H=2135kj/kg,总冷凝热Q2 =H * m=2135 *98.8=2.109*105 kj/h
水显热变化 Q3 =cpmΔt=4.19* 98..795*(223.736-40)=7.600*104 kj/h Q= Q1+ Q2+ Q3=1.407*106 kj/h
冷却介质为循环水，才用中温型凉水塔，则温差ΔT=10℃ 用水量 w=Q/(cpΔt)= 1.407*10/(4.19*10)=3.359*10 kg/h
第二章设 备设计计算和选型——换热设备
1.1设计任务
根据给定的工艺设计条件，此设计为无相变热、冷流体间换热的管壳式换热器设计任务。 1.2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。安排水和甲醇的混合液体走管程，混合气体走壳程。 1.3热工计算 ①原始数据 计算内容或项目 管程流体名称
壳程流体名称
管程进、出口的温度 壳程进、出口的温度 管程、壳程的工作压力 管程的质量流量 （表2-1） ②物料与热量恒算 计算内容或项目 换热器效率 负荷
壳程的质量流量 （表2-2） ③有效平均温差 计算内容或项目
6
4
符号 Ti;T0 ti;t0 pt;ps Wt
单位 ℃ ℃ MPa kg/s 计算公式或来源 结果 备注 甲醇和水混合
液
混合气体 已计算 25;175 已计算 280 ;223.736 已计算 1.5;1.5 已计算 0．1730
符号
η Q ws 单位 W kg/s 计算公式或来源 取用 结果 0．98 3.43*105 0．1730 备注
符号 单位 计算公式或来源
结果 备注
逆流对数平均温度 流程型式 参数 参数
温度校正系数 有效平均温差 Δtlog ℃ R P Φ ΔtM
℃
初步确定1-2型管壳式换热器
查图4-2
ΔtM = ΦΔtlog 146.918 1壳程-2管程 0．375 0.588 0.95 141.041
（表2-3） ④初算传热面积 计算内容或项目 初选总传热系数 初算传热面积 （表2-4） ⑤换热器结构设计
符号 单位 计算公式或来源 结果
K0 W/(m2
．℃) 参考表4-1 240
A0 m2
2．815 备注
计算内容或项目 符号 管 换热管材料 程 换热管内径、外径 di;d 换热管管长 L 结 换热管根数 n 管程数 Ni 构 管程进出口接管djt*Sjt 尺寸 设 (外径*壁厚) 计
管壳程数
程换热管排列形式 结
构换热管中心距 设分程隔板槽两侧计 中心距
管束中心排管数 壳体内径
换热器长径比 实排热管根数 折流板形式 折流板外直径 折流板缺口弦离 折流板间距 折流板数
壳程进出口接管尺寸
（表2-5）
⑥结构设计与强度设计
Ns S Sn nc Di L/ Di n Db h B Nb djs*Sjs
单位 m m m 计算公式或来源 选用碳钢无缝钢管
选用9m标准管长折半
根据管内流体流速范围选定
按接管内流体流速
m m m m m
1
分程隔板槽两侧正方形排列，其余正正三角形排三角形排列 列 S=1.25d或按标准 0.032 按标准 0．004
L/ Di 作图 选定
按GB151-1999 取 取
合理选取
7
0．171 8．771 36
弹弓形折流板 0.168 0.0342 0.171 16
合理 选取
1)换热流程设计：采用壳程为单程、管程为双程的结构型式.
2)换热管及其排列方式:采用的无缝钢管，材料为20号钢。热管排列方式为三角形排列。如图所示，共排列36根。
3)折流板：采用通用的单弓形折流板，材料为Q235-B钢，板厚6mm,板数16块。 4)拉杆：采用Q235-B, mm,共6根。
5)筒体：材料采用16MnR钢，采用钢管，取Dn=219mm 6)封头：采用标准椭圆形封头，材料采用16MnR钢。
取Dn=219mm采用标准封头，长径是短径的2倍，即54.75取55 筒体厚度， =1.05mm
考虑到内部压力较大，有腐蚀性等因素，取δ=4mm 封头h2=25mm h1=55mm （图2-1）
7)法兰：甲型。垫片种类。非金属轻垫片，石棉橡胶板 法兰材料：板材 16MnR 螺栓材料：35 螺母材料：Q235-B 筒体法兰
选用甲型平焊法兰JB4701-92，密封面选用平密封面 JB4701-92 法兰PⅡ 219-16M
DN=300 D=430,D1=390,D2=355,D3=345,D4=345,δ=342,螺柱：M20,16个 管程和壳程进出口接管法兰 选用带颈平焊钢制管法兰 尺寸分别为：
管程：D=140,K=100,L=18,n=4,Th=M16,C=18,B1=39,N=60,R=5,H=30,质量=2.02kg 壳程：D=185,K=145,L=18,n=4,Th=M16,C=2-,B1=78,N=104,R=6,H=32,质量=3.66 （图2-2）
8)管板：采用固定式管板，其厚度可以按照GB151《管壳式换热器》标准进行设计,取40mm。 9)支座： 型式：重型
安装形式，固定式，代号F 材料：Q235-A．F
结构特征， 包角，弯制，单筋，不带垫板 标记：JB/T 4712-92 鞍座 BV219-F
第三章 机器选型
3.1计量泵的选择
往复泵是容积式泵。在高压力小流量，输送粘度大的液体，要求精确计量即要求流量随压力变化小的情况下宜选用各种类型式的往复泵。要求精确计量时，应用计量泵。 往复泵的流量可采用各种调节机构达到精确计量，即计量泵。计量泵用于生产中需要精确计量，所输送介质的场合：如注缓蚀剂，输送酸，碱等。流量可在0-100%范围内调节，但一般应在30%-100%范围内使用，计量泵有柱塞式和隔膜式，柱塞式计量流量的精度高玉隔膜式。J型计量泵适用于输送各种不含固体颗粒的腐蚀性和非腐蚀性介质。 甲醇制氢工艺需要精确的投料比，故应选用计量泵。现工艺设计要求甲醇的投料量为337.826kg/h,水为285.041 kg/h,现按工艺要求分别选择一台甲醇计量泵，一台纯水计量泵，一台原料计量泵。 已知条件：
1、甲醇正常投料量为337.826 kg/h,温度为25℃,密度为0.807kg/h，操作情况为泵从甲醇储槽中吸入甲醇，送入与原料液储槽，与水混合。
2、水的正常投料量为285.041kg/h，温度为25℃,密度为0.997kg/h,操作情况为泵从纯水储槽中吸入水，送入原料液储槽，与甲醇混合。
3、 原料液储槽出来的量为甲醇337.826kg/h,水285.041kg/h,温度为25℃，操作情况为泵从原料液储槽中吸入原料液，送入换热器。 3.11甲醇计量泵选型
工艺所需正常的体积流量为：337.826/0.807=418.61L/h 泵的流量Q=1.05*418.62=439.55L/h
工艺估算所需扬程30M,泵的扬程H=1.1*30=33M。
折合成计量泵的压力(泵的升压)P=ρHg=33*807*8.81/106=0.261Mpa
泵的选型，查文献一，JZ-500/0.63型计量泵的流量为500L/h,压力为0.63Mpa,转速为102r/min,进出口管径为15mm,电机功率为1.1KW,满足需要。 3.1.2纯水计量泵的选型
工艺所需正常的体积流量为：285.041/0.997=285.90L/h
泵的流量Q=1.05*285.90=315.20L/h.
工艺估算所需扬程30M,泵的扬程：H=1.1*30=33M 折合成泵的压力：P=Hρg=33*997*9.81/106=0.323Mpa
泵的选型：查文献一，JZ-400/0.8型计量泵的流量为400L/h,压力为0.8Mpa,转速为126r/min,进出口管径为15mm,电机功率为1.1KW,满足要求。 3.1.3原料计量泵的选型
原料液密度：ρ=807*1/（1+1.5）+997*1.5/(1+1.5)=921kg/m3
工艺所需正常的体积流量为：(285.041+337.826)/(0.921)=622.867/0.921=676.29L/h 泵的流量Q=1.05*676.29=710.10L/h
工艺估算所需的扬程80M,泵的扬程H=1.1*80=88M 折合成泵的压力P=ρHg=88*921*9.81/106=0.795MPa
泵的选型查文献一，JD-1000/1.3型计量泵的流量为1000L/h,压力为1.3MPa,转速为115r/min,电机功率为2.2KW,满足要求。 3.2离心泵的选型 3.2.1吸收剂循环泵
已知条件：碳酸丙烯酯吸收剂的用量为20.07m3/h,温度为40℃,密度为1100kg/m 3,由吸收塔出口出来经泵送到吸收塔，选择离心泵作为吸收剂的输送泵。 工艺所需正常的体积流量为:20.07m3/h。 泵的流量Q=1.05*20.07=21.07m3/h 工艺估算所需的扬程30M 泵的扬程H=1.1*30=33M
泵的选型：查文献一，选用B型单级离心泵，BJ(B)25-40型离心泵，流量为25m 3/h,扬程为40m,转速为2950r/min,电机功率5.5KW,满足要求。 3.2.2冷却水泵。
已知条件：冷凝水为循环水，采用中温型冷水塔,温差ΔT=10℃,用水量3.19*104kg/h,温度为常温25℃，密度为997kg/m3,在冷凝器中进行换热，采用B型单级离心泵。 工艺上所需正常体积流量为3.19*104/997=32m3/h
泵的流量：Q=1.05*32=33.6m3/h 工艺估算所需的扬程30M 泵的扬程H=1.1*30=33M
泵的选型：查文献一，选用B型单级离心泵BJ(B)50-40型离心泵,流量50m /h，扬程42m,转速2950r/min,电机功率10KW,满足要求。 第四章 设备布置图设计 4.1设备布置方案
本次设备布置方案，采用设备在室外布置，具体设备布置方案和尺寸清参加设备布置图，比例为1:100。 4.2主要设备的尺寸 代号 V0101 V0102 V0103 T0101 T0102 T0103 R0101 E0101 E0102 E0103
计量泵 甲醇计量泵 纯水计量泵 原料液计量泵
往复泵
吸收剂循环泵 冷却水循环泵 （表4-1） 第五章管道布置设计
3
名称 甲醇储罐 纯水储罐 原料液储罐 气化塔 吸收塔 解析塔 转化器 预热器 过热器 冷凝器 高度mm 1200 1200 1800 6600 6600 6600
5505(长度) 3574 3574 3574 直径mm 2000 2000 2000
800（400） 2000(500) 2000(500) 500 219 219 219
代号 流量L/h 压力MPa 转速r/min JZ-500/0.63 500 0.63 102 JZ-400/0.8 400 0.8 126 JD-1000/1.3 1000 1.3 115 电机功率KW
1.1 1.1 2.2
代号 流量L/h 压力MPa 转速r/min 电机功率 BJ(B)25-40 25 40 2950 5.5 BJ(B)50-40 50 42 2950 10
5．1管子选型（确定几种主要管道尺寸的方法如下） 5.11脱盐水管径确定
脱盐水流量为285.04kg/h,密度为997kg/m3,流速取2m/s 由V= /4*du得d= = =7.11mm
根据标准选用DN1.5无缝钢管，壁厚取为1.5mm 5.1.2走甲醇管的管径确定
甲醇流量为337.826kg/h,密度为807kg/m3,流速取为2m/s 则d= = =8.61mm
根据标准选用DN15无缝钢管，壁厚取1.5MM 5.1.3原料输送管
原料液用量为622.867kg/h,密度为921kg/m3,流速取为2m/s 则d= =10.94mm
根据标准选用DN15无缝钢管，壁厚度为2.5mm 5.1.4进入吸收塔混合气体所需管径尺寸确定
混合气体质量为520.693kg/h,密度0.557kg/m3,流速35m/s 则d= =97.2mm
根据标准选用DN100无缝钢管，壁厚度为4mm 5.1.5吸收液管子尺寸
吸收液量为20.073m3/h,密度为110kg/m3,流速2.5m/s 则d= =18.3mm
根据标准选用DN20无缝钢管，壁厚度为3mm 5.1.6冷却水管子尺寸
冷却水为3.19*104kg/h,密度为997kg/m3,流速2m/s 则d= =75mm
2
根据标准选DN8-无缝钢管，壁厚为3mm 5.2主要管道工艺参数汇总一览表 序号 1 2 3 4 5 管道编号 管内介质 设计压力MPa 设计温度℃ 管子规格 材料 DN0101-20L1B 脱盐水 0.3 50 20 DN0102-20L1B 脱盐水 0.3 50 20 PL0101-15L1B 甲醇 0.3 50 20 PL0102-15L1B 甲醇 0.3 50 20 PL0103-15L1B 原料液 0.3 50 20 6 PL0104-15L1B 原料液 1．6 50 7 PL0105-15L1B 原料液 1.6 175 8 PG0101-100N1B 原料气 1.6 175 9 PG0102-100N1B 原料气 1.6 280 10 PG0103-100N1B 原料气 1.6 280 11 PG0104-100N1B 原料液 1.6 225 12 PG0105-100N1B 原料气 1.6 50 13 H0101-100N1B 氢气 1.6 50 14 PL0106-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
15 PL0107-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
16 PL0108-20N1B 碳酸丙烯1.65 50 酯
17 PG0106-80N1B 食品二氧0．4 50 化碳
18 R00101-125L1B 导热油 0.6 320 19 R00102-125L1B 导热油 0.6 320 20 R00103-125L1B 导热油 0.6 320 21 R00104-125L1B 导热油 0.6 320 22 CWS0101-80L1B 冷却水 0.3 50 23
CWR0101-80L1B 冷却水 0.3 50 （表5-1）
以上20号钢军参照GB/T8163-1999 0Cr18Ni9Ti参照标准GB/T14976 镀锌管参照GB/T14976 5.3管道上阀门的选型 序号 管道编号 设计压力
公称直径连接形式 MPa
DN/MM 1
DN0101-20L1B 0.3 25
法兰
20 20 20 20 20 20 20 20 20
20
20
0Cr18Ni9Ti
20 20 20 20 镀锌管 镀锌管
Z25W-1.0T
阀门型号闸阀
2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
DN0102-20L1B 0.3 PL0101-15L1B 0.3 PL0102-15L1B 0.3 PL0103-15L1B 0.3 PL0104-15L1B 1.6 PL0106-20N1B 1.65 PL0108-20N1B 1.65 R00101-125L1B 0.6 R00104-125L1B 0.6 CWS0101-80L1B 0.3 CWE0101-80L1B 0.3 H0101-100N1B 1.6 PG0106-80N1B 0.4
25 15 15 15 15 20 20 125 125 80 80 100 80 法兰、螺纹 闸阀Z25W-1.0T/止回
阀H11T-1.6
法兰 Z15W-1.0K 法兰、螺纹 Z15W-1.0K/H11W-1.6K 法兰 Z15W-1.0OK 法兰、螺纹 Z15W-1.0K/H11W-16K 法兰、螺纹 Z15W-1.0T/H11T-1.6 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z41H-1.6C 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z15W-1.0T 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C 法兰 Z41H-1.6C,J41H-1.6C
（表5-2）
所选阀门军参照标准JB308-75 5.4管件选型
弯头采用90°弯头，参考文献一，弯头曲率半径R=1.5D0,D0为外管。 管件与弯头处采用焊接连接。
管件与筒体连接处采用法兰连接，参见标准HG20595. 管法兰、垫片，紧固件选择参见文献一，P189 5.5管道布置图
选取该区域的中上部区域来布置管线，具体管路布置清参考JQ11-032管道布置图，所含
设备有P0101,P0102,P0103,E0101,V0101
管线，支座情况清参见管道布置图（具体定为参照参考文献一） 5.6管道空视图
选取:PL0104-15L1B和PL0105-15L1B两根管线作管道空视图，具体请参见空视图。 5.7法兰选型
法兰的选用主要根据工作压力，管子外径等参数，现将主要管道法兰列表如下： 管道编号
管内介设计压力 公称直径 阀门公称法兰类型 密封面形公称压力质 压力等级式 等级
(MPa) (MPa)
H0101-100N1B 氧气 1.6 PG0101-100N1B 原料气 1.6 PG0102-100N1B 原料气 1.6 PG0103-100N1B 氢气1.6
10%
PG0104-100N1B 二氧化1.6
碳73%
PG0105-100N1B 水17% 1.6 PG0106-80N1B 食品二0.4
氧化碳
R00101-125L1B 导热油 0.6 R00104-125L1B 导热油 0.6 PL0101-15L1B 甲醇 0.3 PL0102-15L1B 甲醇 0.3 PL0103-15L1B 原料液 0．3 PL0104-15L1B 原料液 1．6 PL0106-20N1B 吸收液 1.65 PL0107-20N1B 吸收液 1.65 PL0108-20N1B 吸收液 1.65 DN0101-20L1B 脱盐水 0.3 DN0102-20L1B 脱盐水 0.3 CWS0101-80L1B 冷却水 0.3 CWR0101-80L1B 冷却水 冷却水（表5-3）
5.8筒体保温材料一览表 序号 管道编号 1 DN0101-20L1B 2 DN0102-20L1B 3 PL0101-15L1B 4 PL0102-15L1B 5 PL0103-15L1B 6 PL0104-15L1B 7 PL0105-15L1B 8 PL0106-20L1B 9 PL0107-20L1B 10 PL0108-20L1B 11 PG0101-100N1B 12 PG0102-100N1B 13 PG0103-100N1B 14 PG0104-100N1B 15 PG0105-100N1B 16 H0101-100N1B 17
PG0106-80N1B 100 2.5 100 2.5 100 4.0 100 4.0 1OO 4.0 100 2.5 80 1.6 125 1.6 125 1.6 15 1.6 15 1.6 15 2.5 15 2．5 20 2.5 20 2.5 20 2.5 25 1.0 25 1.0 80 1.0 0.3
1.0
设计温度℃ 50 50 50 50 50 50 175 50 50 50 175 280 280 225 50 50 50
带颈平焊 凹凸面 2.5
带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 4.0 带颈平焊 凹凸面 4.0
带颈平焊 凹凸面 4.0 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6
带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1.6 带颈平焊 凹凸面 1．6 带颈平焊 凹凸面 2．5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凹凸面 2.5 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面 1.0 带颈平焊 凸面
1.0
保温层厚度mm 保温材料 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 100 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 100 岩棉 80 岩棉 80 岩棉 80 岩棉
18 19 20 21 22 23 R00101-125L1B R00102-125L1B R00103-125L1B R00104-125L1B CWS0101-80L1B CWR0101-80L1B 320 320 320 320 50 50 100 100 100 100 80 80 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉 岩棉
（表5-4） 5.9管道仪表流程图
关于管道仪表流程图有以下说明：
1、 图中，甲醇储罐给水处罐、冷却水泵，水泵均未表现出来。
本章补充说明：本章有些数据是参照本组其他同学的设计、计算数据，而关于汽化器、解析塔以及另外两台换热器的相关数据通过推力假设所得。
第六章 自动控制方案设计
6．1 选择一个单参数自动控制方案 本组选择温度作为控制系数进行设计
选择从E0103换热器出来的气体温度作为控制系数，冷却水的流量作为调节参数。 首先从被测点测出的温度通过测量元件及变送器，将所测数值与定植进行比较，然后通过调节器读对执行器进行有所动作，以用来调节冷却水的流量，以利于换热器出来的气体达到一个稳定的温度值，有效的控制好气体温度。 6．2换热器温度控制系统 （图6-1）
6.3 换热器温度控制系统方块图（图6-2） 该温度控制系统为一负反馈控制系统 T表示被加热介质的出口温度，是被调节参数 TT表示温度测量并将其变换为TC可接受的信号的仪表 TC表示用来控制温度的调整器 气动执行阀是执行器 换热器是被控制物理对象
f表示干扰因素，有原料气体流量变化，换热器环境温度的变化。
第七章 工程项目的经济评价
7.1工程项目投资计算 甲醇制氢装置的投资估算 7.11单元设备价格估算
本套装置共有储罐和锅容器4台，分别为甲醇储槽(V0102,常温常压)，水储槽(V0103),原料液储槽(V0101,常温常压)，导热油(V0104),根据装置，初步估算各容器的容积为V
3
1=V2=V3=V4=9.42m,V 1V2V3均为平低平盖容器 得W V1 =0.251V0.42ρ
v/8
=0.251*9.420.42*ρ
9.42/8
=2091kg
所以WV1=WV2=WV3=WV4 =2091KG
该套装置有3台换热器，1台转化器，分别为：换热器(E0101,P=1.5MPa).过热器
(E0102,P=1.5MPa),冷凝器(E0103,P=1.5MPa)、转化器（R0101,P=1.5MPa）,根据热负荷初步估算各换热器的面积分别为，F Z1=2.647m2,FZ2=FZ3=2.647m2,FR1=58.3m2,计算其质量分别为W Z1=256.126kg,WZ2=WZ3=256.162kg,WR1=1871kg
该套装置共有3台它设备，分别为汽化塔，(T0101)吸收塔(T0102)解析塔(T0103)其中汽化塔下部为一换热器，估算质量为300kg,顶部为一填料塔，吸收塔和解析塔下部为一椭圆形封头立式容器，上部为一填料塔(D=0.5M),参考本组其他同学数据，计算结果及进行相似计算得到：T0101,T0102,T0103三个塔的质量分别为4000kg,3192kg,3192kg。 材料均选用碳钢，锅容器及塔设备为每公斤6元，换热器每公斤12元，则静设备总价值为14.41676万元。
该装置共有5台泵，经查询价格，每台泵价格为1万元，合计5万元，因此该台装置的总设备费伟19.41767万元。 7.12总投资估算
用系数连乘法球总投资，各系数由参考文献二表3-1查的，k1=1.0559,k 2=1.2528,k3=1.0483,k4=1.0277,k5=1.0930,k 6=1.0803,k7=1.3061 已知设备费A=19.42万元，计算结果如下
设备安装工程费率B=k1A=1.0599*19.42=20.506万元 设备安装费=B-A=20.506-19.42=1.085万元 管道工程费率C=k2B=1.2528*20.506=25.690万元
管道工程费=C-B=5.184万元
电气工程费率D=k3C=1.0483*25.690=26.931万元 电气工程费=D-C=26.931-25.690=1.241万元 仪表工程费率E=k4D=1.0277*26.931=27.677万元 仪表工程费=E-D=27.677-26.931=0.746万元 建筑工程费率F=k5E=1.093*27.677=30.250万元 建筑工程费=F-E=30.250-27.677=2.573万元 装置工程建设费率G=k6F=1.0803*30.250=32.679万元 装置工程建设费=G-F=32.679-30.250=2.429万元 总投资H=Kt．G=1.3061*32.679=42.682万元 故甲醇制氢装置的投资估算额为42.5万元 7.2总成本费用的估算与分析 (1)外购原材料
甲醇制氢装置的外购生产原材料主要是甲醇，消耗量为337.826kg/h,一年按300天计算，年总用量2433吨，每吨按照2000元计算，则外购原材料为486.6万元。 (2)外购燃料
甲醇制氢装置在加热导热油需燃料导热油用量为33680kg/h,温度由320℃降至304.813℃，年折合燃料费用为8.733万元 （3）外购动力
甲醇制氢装置的需水量为285.041kg/h,年计2053吨，每吨按2元计，年用水费4106元，泵主要是耗电能，按40KW计算每年7200h,则年耗电能28.8万度，每度电按0.5元计，年电费为14.4万元，则外购动力费总计14.8106万元 （4）工资
甲醇制氢装置定员为10人，每人工资按年薪2万元计，则每年工资总额为20万元。 （5）职工福利
项目评价时，职工福利费可按照职工工资总额的14%提取，所以甲醇制氢装置的职工年福利费为2.8万元。
（6）固定资产折旧费
用双倍余额递减法对甲醇制氢装置进行折旧，折旧年限为12年，则年折旧率为20%,年固定资产折曲额为8.5万元 （7）修理费
对甲醇制氢装置按固定资产原值的10%计算为4.25万元 （8）租贷费 本装置不发生租贷费 （9）摊销费用
假设项目为专利技术，其专利使用费为20万元，按10年摊销，每年计入的总成本费用为2万元。 （10）财务费用
该装置固定资产投资全部使用贷款，即贷45万元，按每年贷款利率6%计算，总贷款复息计2.7万元
由以上几项费用计算可见，每年原材料费、然动费、工资福利费、折旧修理费合计约545.694万元，按每月周转一次，则需资金约费60万元，周转资金全部使用短期贷款，按年利率6%计算，则年短期贷款利息为3.6万元。 （11）税金
根据生产能力，该套装置的氢气产量为62.5kg/h,年产量为450吨，每吨售价按照0.4万元计算，则氢气产品的的年销售入为180万元，该套装置的食品二氧化碳的产量为
455.270kg/h,年产量约为3277.9吨，每吨售价按照0.2万元计算，则食品二氧化碳产品的年销售收入为655.6万元。两个产品合计年销售收入为835.6万元，销售税按照6%计算，则年税金为50.14万元(不计其他税)。 （12）其他费用
该装置按前11项成本费用综合的2%计算，约为12.1万元 （13）固定成本与变动成本
成本费用一览表
变动成本 总计525.844万元 固定成本 总计40.25万
元
序号 项目 合计/万元 序号 项目 合计/万元 1 外购材料 486．6 1 职工工资 20.0
2 3 4 5 6 7
外购燃料 外购动力
周转资金借贷利息净支出
汇兑损失净支出 金融机构手续费 其他费用
8.733 14.8106 3.6 12.1
2 2 4 5 6 7 8
职工福利费 固定资产折旧费 修理费
租赁费 摊销费用
长期负债利息净支出 税金
2.8 8.5 4.25 2.0 2.7 50.14
（表7-1）
7．3甲醇制氢项目的财务评价
由前面已知，甲醇裂解制氢装置的固定资产投资估算为42.5万元。总成本费用如上表所示。
因该项目规模较小，因此只做财务评价，不再做国民经济评价及社会效益分析， 7.3.1 盈利能力分析
年(平均)利润总额=年(平均)产品销售收入-年(平均)总成本费用-年(平均)销售税金=835.6-525.8436-40.25-50.14=219.366万元。
投资总额=建设投资+建设期利息+流动资金=42.5+3.6+60=106.1万元。 投资利润率=年(平均)利润总额/投资总额*100%=219.366/106.1*100%=206.754% 投资利税率=年平均利税总额/投资总额*100%=(219.366+50.14)/106.1*100%=254.012% 所得税按30%计，则年平均所得税后利润=219.366*(1-0.3)= 153.556万元。 资本金净利润率=年平均所得税后利润/注册资本*100%=153.556/45*100%=341.236% 投资回收期=106.1/219.366=0.484年=5.8月=177天 从以上指标分析看，该项目的盈利能力是比较好的。 7.3.2清偿能力分析
固定资产投资借款为45万元，建设期为半年，建设期的利息为1.35万元，第一年税后利润为219.366/2=109.683万元，平均每月的税后利润为18.820万元，即第一年的第9个月末即可还清固定资产投资借款和利息。因此借款偿还期约为0.8年。
年经营成本=总成本费用-折旧费-摊销费-财务费用=566.094-8.5-2-3.6=551.994万元，年周转次数按10次计，则应收账款为54.570万元.存货按10天计，为28.853万元。现金按20万元计，则：
流动资产=应收账款+存货+现金=54.570+28.853+20=103.423万元 应付帐款=外购原材料、燃料、水费等全年的费用/周转次数 流动负债=应付帐款=(525.844+40.25)/10=56.609万元 流动资金=流动资产-流动负债=103.423-56.609=46.814万元 速动资产=流动资产-存货=103.423-28.853=74.57 万元
流动比率=流动资产/流动负债*100%=103.424/56.609*100%=182.709% 速动比率=速动资产/流动负债*100%=74.57/56.609*100%=131.728% 所以可见清偿能力良好。 7.3.3盈亏平衡分析
BEP(生产能力利用率)=年固定总成本/（年产品销售收入-年可变总成本-年销售税金）*100%=40.25/(835.6-525.844-50.14)*100%=15.504%
BEP(产量)=年固定总成本/(单位产品价格-单位产品可变成本-单位产品销售税金)= 40.25/((835.6-525.844-50.14)/3727.9)= 577.961 t 该值小。说明项目适应市场需求能力大，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，两种产品的总产量为577.961t,即氢气69.766t,食品二氧化碳508.195t。若产量小于此值，将出现亏损。