生产能力为2400立方米每小时甲醇制氢生产装置设计.doc

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2400 m³/h 甲醇制氢生产装置设计
设 计 人： 陈侃
班 级： 控制0701
学 号： 27
设计时间： 2010年12月21日—2011年1月15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：
（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:
CHOH→CO↑+2H↑
CO+HO→CO↑+ H
CHOH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↑+0.01 CHOH
CO+0.99HO→0.99CO↑+ 1.99H+0.01CO
合并式(1-5),式(1-6)得到:
CHOH+0.981 HO→0.981 CO↑+0.961 H↑+0.01 CHOH+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CO11.77 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=0.444/[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=1496.0880.99/321000(-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=4.18680.68=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/(ct)=2.3010/(2.835)=1.62510^5kg/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= cmt=(1.901496.088+4.821262.325) (280-175)=9.37310kJ/h
导热油c=2.826 kJ/(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=312.96℃
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=1496.088727.2+20311262.325=3.652106kJ/h
以300℃导热油c计算 c=2.81 kJ/(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℃ 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= 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：
c10.47 kJ/(kg·K)
c14.65 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/(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=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②CHOH , HO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)=4.62610kJ/h
② CHOH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/h
Q=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/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＝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＝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
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＝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＝2.5m。

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