（工艺技术）南京工业大学甲醇制氢工艺设计(反应
器)
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。 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: CHOH→CO↑+2H↑（1-1）
CO+HO→CO↑+H↑（1-2）
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↑+0.01CHOH CO+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:2400m/h=107.143kmol/h
甲醇投料量为:107.143/2.9601ⅹ32=1158.264kg/h 水投料量为:1158.264/32ⅹ1.5ⅹ18=977.285kg/h 3、原料液储槽(V0101)
进:甲醇1158.264kg/h,水977.285kg/h 出:甲醇1158.264kg/h,水977.285kg/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1158.264kg/h,水977.285kg/h,总计2135.549kg/h 出:生成CO1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ44=1560.920kg/h H1158.264/32ⅹ2.9601ⅹ2=214.286kg/h CO1158.264/32ⅹ0.0099ⅹ28=10.033kg/h 剩余甲醇1158.264/32ⅹ0.01ⅹ32=11.583kg/h
剩余水977.285-1158.264/32ⅹ0.9801ⅹ18=338.727kg/h 总计2135.549kg/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0.38MPa,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=9.45
0.4MPa压力下=pM/RT=0.444/[0.0082(273.15+25)]=7.20kg/m CO体积量V=1560.920/7.20=216.794m/h 据此,所需吸收液量为216.794/9.45=22.94m/h
考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为22.94m/h=68.82m/h 可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为216.794m/h=1560.920kg/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=2.19MPa;p=0.824MPa
p=1.3704<1.5MPa
再设T=175℃p=2.4MPa;p=0.93MPa
p=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=1158.2640.99/321000(-49.66) =-1.78106kJ/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=2.83kJ/(kg·K)
则导热油用量w=Q/(ct)=8.9010/(2.835)=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=cmt=(1.90579.126+4.82488.638)(280-175)=3.6310kJ/h 导热油c=2.826kJ/(kg·K),于是其温降为: t=Q/(cm)=3.6310/(2.82662898)=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=579.126727.2+2031488.638=1.4110kJ/h
以300℃导热油c计算c=2.76kJ/(kg·K)
t=Q/(cm)=1.4110/(2.7662898)=8.12℃ 则导热油出口温度t=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=cmt=(579.1263.14+488.6384.30)(175-25)=5.8810kJ/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)=5.8810/(10.47780.452+14.65107.142+4.19169.362)=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,CO,H的冷却以及②CHOH,HO的冷却和冷凝.
①CO,CO,H的冷却
Q=cmt=(10.47780.452+14.65107.142+4.195.017)(223.7-40)=1.7910kJ/h
②CHOH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=2135169.362=3.6210kJ/h 水显热变化Q=cmt=4.19169.362(223.7-40)=1.3010kJ/h
Q=Q+Q+Q=2.2810kJ/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)=2.2810/(4.1910)=54415kg/
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。
物流名称 管程 进口出口设计温度/oC 280 压/MPa 1.5 力壳程/(kg/h) 进出口/(kg/h) 设计温度/oC 压/MPa 力/(kg/h) 甲醇 水 579.126 488.638 /(kg/h) 5.791 169.362 780.452 5.017 107.142 二氧化碳 一氧化碳 氢气 导热油 62898 表3-1反应器的物流表
320 0.5 （1）计算反应物的流量
对于甲醇，其摩尔质量为_32 kg·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 kg·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 kg·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 kg·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yA为：
yA=
对于甲醇和水，由于温度不太高（280oC），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VA为： VA=m3/h
水的体积流量VB为： VB=m3/h
进料气的总质量为：
mo=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579.126 kg/h，出反应器时甲醇的流量为5.791 kg/h，则甲醇的转化率xAf为： xAf=
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=
（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： rA=kpA k=5.5×10-4e
CA=CAO
上式两边同乘以RT，则得： pA=CAORT
反应过程的空间时间τ为：
τ=CAO∫
=CAO∫/[kCAORT]
=∫dxA
将k=5.5×10-4em3/(kmol·h)，R=8314.3，T=553.15K，δA=2，yA=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 VR=τVO
进料气的总体积流量为：
VO=55.489+83.233=138.722m/h=0.0385m/s 则可得所需反应器的容积为： VR=τVO=0.0038×138.722=0.527m （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==
（7）计算反应热
甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即 CH3OH=CO+2H2-90.8kj/mol CO+H2O=CO2+H2+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： xCO=
则反应过程中所需向反应器内供给的热量为：
Q=90.8×10×17.917-43.5×10×17.738=855.261×10kJ/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GB151，320oC时钢的导热系数为λ=44.9W/（m·OC），管外油侧的对流给热系数为αo=300W/（m2·OC），管内侧的对流给热系数为αi=80W/（m2·OC），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0.0002m2·OC/W和0.0008m2·OC/W 总污垢系数为Rf=0.0002+0.0008=0.001m2·OC/W 根据传热学，反应器的传热系数为： K=1/（+++Rf）
由于的值接近于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/（++Rf）=W/（m2·OC）=213.84kJ/(h·m·OC) 由于反应器所需的换热面积为： F==m
（9）计算管子的内径
反应器需要的换热面积为：F=nπdl 反应器内气体的体积流量为： VO=nu 联立上述两式，并将l=6m，u=0.22(m/s)，F=99.988(m)VO=0.0385(m/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
计算内容或项目 换热管材料 符号 di;d 单位 m 计算公式或来源 选用碳钢无缝钢管 结果 Φ25×2 0.021;0.025 备注 管 换热管内径、外程结构设径 换热管管长 换热管根数 管程数 L n Ni m 选用3m标准管长 根据管内流体流速范围选定 3.0 325(圆整) 1 计 管程进出口接管尺寸 (外径*壁厚) 管程结构设壳程数 换热管排列形式 换热管中心距 分程隔板槽两侧中心距 管束中心排管数 djt*Sjt m 按接管内流体流速合理选取 Φ60×1.6 Ns S Sn m 正三角形排列 S=1.25d或按标准 按标准 1 正三角形排列 0.032 nc Di L/Di n Db h B Nb djs*Sjs m m m m （外加六根拉杆） Di=S(Nc-1)+(1~2)d L/Di 作图 选定 按GB151-1999 取h=0.20Di 取B=(0.2～1)Di Nb=L/B-1 合理选取 21 0．7 4.28 351 单弓形折流板 0.675 0.14 0.33 8 Φ114×2 合理 选取 计 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
3.2外壳结构设计
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=1.1=0.55MPa设计温度取350C 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==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 强度校核
有效厚度e=n-C1-C2=5mm t==MPa<=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
DN 法兰外径 中心孔直径 法兰厚度 螺栓孔直径 螺纹规格 螺栓数量 700 860 815 46 27 M24 24 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300C 封头材料：16MnR焊接接头系数Φ=1.0
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. 封头的计算厚度计算 选用标准椭圆形封头，K=1.0 ==
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-C1-C2=7mm t==MPa<=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：8m/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
DN 法兰外径 中心孔直径 法兰厚度 法兰内径 螺栓孔直径 螺栓孔数 螺纹规格 50 140 110 16 59 14 4 M12 表3-3管程法兰数据 9、壳程数据
壳程数：1壳程液体流速：1.5m/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
DN 法兰外径 中心孔直径 法兰厚度 法兰内径 螺栓孔直径 螺栓孔数 螺纹规格 100 210 170 18 116 18 4 M16 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]=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＝
为地震系数，地震设计烈度为7时，＝0.24 为设备总质量经计算该反应器的＝1119kg
水平地震载荷为：p＝＝0.24×1119×9.8＝2631.99N 水平风载荷为：p＝1.2×1.0×550×3400×1500＝3366N 偏心载荷G＝0N 偏心距S＝0mm
其中f为风压高度变化系数，按设备质心所在高度。q为基本风压，假设该填料塔安装在南京地区，南京地区的q＝550N/m。f风压高度系数见参考资料。
水平力取p与p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=
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＝×10＝11.3KN<＝30KN 式中，G为偏心载荷；S为偏心距。
满足支座本体允许载荷的要求。 2) M＝
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
支座处圆筒所受的支座弯矩M计算
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
内筒体内压计算 计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 计算条件 计算压力Pc 设计温度t 内径Di 材料 试验温度许用应力 设计温度许用应力t 试验温度下屈服点s 钢板负偏差C1 腐蚀裕量C2 焊接接头系数 筒体简图 0.55 350.00 700.00 16MnR(正火)(板材) 170.00 134.00 345.00 0.00 1.00 0.80 MPa MPa MPa mm mm MPa C mm 厚度及重量计算 计算厚度 有效厚度 名义厚度 重量 ==1.80 e=n-C1-C2=5.00 n=6.00 mm mm mm Kg 355.17 压力试验时应力校核 压力试验类型 试验压力值 压力试验允许通过 的应力水平T 试验压力下 圆筒的应力 校核条件 TT T==76.67 MPa 液压试验 PT=1.25P=0.8700(或由用户输入) T0.90s=310.50 MPa MPa 内压椭圆封头校核 计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 计算条件 计算压力Pc 设计温度t 内径Di 曲面高度hi 材料 试验温度许用应力 设计温度许用应力t 钢板负偏差C1 腐蚀裕量C2 焊接接头系数 椭圆封头简图 0.55 350.00 700.00 175.00 MPa C mm mm 16MnR(热轧)(板材) 170.00 134.00 0.00 1.00 0.80 MPa MPa mm mm 厚度及重量计算 形状系数 计算厚度 有效厚度 最小厚度 名义厚度 结论 重量 K==1.0000 ==1.80 e=n-C1-C2=5.00 min=1.05 n=6.00 mm mm mm mm 满足最小厚度要求 27.30 Kg 压力计算 最大允许工作压力 结论 [Pw]==1.52598 MPa 合格
延长部分兼作法兰固定式管板 设计单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 设计计算条件 设计压力ps 设计温度Ts 平均金属温度ts 装配温度to 简图 0.55 350 314 15 MPa 壳 材料名称 设计温度下许用应力[]t 16MnR(正火) 134 Mpa 程 平均金属温度下弹性模量1.84e+05 Mpa Es 平均金属温度下热膨胀系数s 圆 壳程圆筒内径Di 壳程圆筒名义厚度s 壳程圆筒有效厚度se 1.3e-05 mm/mm 700 6 4.25 1.79e+05 mm mm mm MPa 筒 壳体法兰设计温度下弹性模量Ef’ 壳程圆筒内直径横截面积A=0.25Di2 壳程圆筒金属横截面积As=s(Di+s) 3.848e+05 mm2 9403 1.6 300 mm2 MPa 管 设计压力pt 箱 设计温度Tt 圆 材料名称 筒 设计温度下弹性模量Eh 管箱圆筒名义厚度(管箱为高颈法兰取法兰颈部大小端平均值)h 管箱圆筒有效厚度he 管箱法兰设计温度下弹性模量Et” 1.846e+05 MPa 16 4 1.86e+05 mm mm MPa 注：
管子根数n 换热管中心距S 351 32 144.5 3000 2900 3790 8.162 10 152.4 1.225 73.2 mm mm2 mm mm MPa mm mm MPa MPa 换 一根管子金属横截面积 换热管长度L 管子有效长度(两管板内侧间距)L1 管束模数Kt=Etna/LDi 管子回转半径 热 管子受压失稳当量长度lcr 系数Cr= 比值lcr/i 管子稳定许用压应力() 管 管子稳定许用压应力() 材料名称 设计温度tp 16MnR(正火) 350 116 MPa 管 设计温度下许用应力 设计温度下弹性模量Ep 管板腐蚀裕量C2 管板输入厚度n 管板计算厚度 隔板槽面积(包括拉杆和假管区面积)Ad 1.79e+05 MPa 2 50 48 0 0.4 0.4 4.11 焊接 3.5 mm mm mm mm2 mm MPa 板 管板强度削弱系数 管板刚度削弱系数 管子加强系数K= 管板和管子连接型式 管板和管子胀接(焊接)高度l 胀接许用拉脱应力[q]
管 材料名称 管箱法兰厚度 法兰外径 16MnR(正火) 46 860 mm mm 箱 基本法兰力矩 管程压力操作工况下法兰力 法兰宽度 7.515e+07 Nmm 3.266e+07 Nmm 80 0.005714 0.06571 0.00 0.000151 9.542 mm MPa 法 比值 比值 系数(按h/Di,f”/Di,查< 管板第一弯矩系数(按,查< 换热管与壳程圆筒热膨胀变形差 不计温差应力 计温差应力 0.0 -0.001212 =t(tt-t0)-s(ts-t0) 0.55 3.066 0.55 -35.3 MPa MPa 当量压力组合 PcPs 有效压力组合 PasPsEt 系数G1e仅用于 ~4Mm 基本法兰力矩系数 MmDi3Pa0.1441 0.1458 2.147 2.484 0.7254 1.382 -0.01252 -0.0108 -0.159 -0.5511 0.1609 0.7278 管板边缘力矩系数MMm(M)M1 ~~管板边缘剪力系数 M 管板总弯矩系数 mm1m2 1~m0时G1e3mK 系数G1i 当 m0时,按K和m 查图31(a)实线 当 m0时,按K和m 查图31（b） 系数G1 m > 0 ,G1=max(G1e,G1i), m< 0 , ~1.382 0.7278 G1=G1i 管板径向应力系数 带膨胀节Q为Qex 管板布管区周边 r=1(1)G1 0.1469 4QG20.02068 =3'r~处径向应力系数 管板布管区周边 m(1) 4K(QG2)14QG2~0.1929 0.1064 0.01721 计算值 许用值 -0.01143 0.02842 -0.003174 计算值 许用值 处剪切应力系数 ~ =1p~ 壳体法兰力矩系数MwsMm(Mf)M1 ~rrPaDi2trtrtr trPa~'Di'rr2kk21(2m)m2mpPa~Dtptrtr 壳体法兰应力 63.26 1.5 174 134.3 3 348 MPa 换热管轴向应力 19.1 92 73.2 104.8 3 276 73.2 MPa 壳程圆筒轴向应力 33.71 107.2 -103.7 321.6 MPa 换热管与管板连接拉脱应力q= 10.04 [q] 46 55.08 3[q]焊接 [q]胀接 MPa 138 仅有管程压力Pt作用下的危险组合工况(Ps=0) 换热管与壳程圆筒热膨胀变形差 =(t-t)-(t-t) 当量压力组合 有效压力组合 操作情况下法兰力矩系数 管板边缘力矩系数 不计温差应力 计温差应力 0.0 -1.875 -13.54 -0.01419 -0.01419 -0.2089 -0.8125 0.2372 0.8992 0.8992 -0.001212 -1.875 -51.9 -0.0037 -0.0037 -0.05448 -0.09322 0.02722 0.4274 0.4274 MPa MPa 管板边缘剪力系数 管板总弯矩系数 系数仅用于时 系数 当时,按K和m查图31（a）实线 当时,按K和m查31（b) 系数>0,=; <0,= 管板径向应力系数 带膨胀节Q为Q = 0.02404 0.01366 管板布管区周边 处径向应力系数 管板布管区周边 处剪切应力系数 壳体法兰力矩系数 管板径向应力 = -0.01586 0.02674 -0.003615 计算值 许用值 -0.002174 0.03195 -0.00225 计算值 许用值 = MPa 109.2 1.5 174 238 3 348 管板布管区周边处径向应力 82.67 1.5 174 0.5 58 170.1 -31.16 3 348 1.5 174 MPa 管板布管区周边剪切应力 -6.798 MPa 壳体法兰应力 58.65 1.5 174 140 3 348 MPa 换热管轴向应力 30.4 92 73.2 119.5 3 276 73.2 MPa 壳程圆筒轴向应力 28.08 107.2 -105.9 321.6 MPa 换热管与管板连接拉脱应力q= 15.98 50 [q] 46 62.81 3[q]焊接 [q]胀接 MPa 138 计算结果 管板名义厚度 mm 管板校核通过 窄面整体(或带颈松式)法兰计算 计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 设计条件 设计压力p 计算压力pc 设计温度t 轴向外载荷F 外力矩M 壳 体 法 兰 螺 栓 垫 片 材料名称 许用应力 材料名称 许用 应力 []f []t f0.550 0.550 350.0 0.0 0.0 16MnR(正火) 134.0 16MnR(热轧) 157.0 116.0 40MnVB 228.0 170.0 24.0 20.8 24 MPa MPa mm mm 个 MPa MPa MPa MPa MPa C N N.mm 简图 材料名称 许用 应力 []b []t b公称直径dB 螺栓根径d1 数量n 结构尺寸 mm 材料类型 压紧面形状 Di Db Le 700.0 815.0 22.5 软垫片 Do D外 LA N 1a,1b 860.0 765.0 31.5 25.0 D内 h m b 715.0 10.0 2.00 8.94 δ0 δ1 y(MPa) DG 16.0 26.0 11.0 747.1 b0≤6.4mmb=b0 b0>6.4mmb=2.53 b0≤6.4mmDG=(D外+D内)/2 b0>6.4mmDG=D外-2b 螺栓受力计算 预紧状态下需要的最小螺栓载荷Wa 操作状态下需要的最小螺栓载荷Wp 所需螺栓总截面积Am 实际使用螺栓总截面积Ab 力矩计算 操 Wa=πbDGy=230941.7 Wp=Fp+F=287301.9 Am=max(Ap,Aa)=1690.0 Ab==8117.5 N N mm2 mm2 FD=0.785pc =211557.5 N LD=LA+0.5δ1 =44.5 mm MD=FDLD =9414309.0 N.mm 作 FG=Fp =46165.0 N LG=0.5(Db-DG) =33.9 mm MG=FGLG =1567064.6 N.mm Mp FT=F-FD =29434.0 预N LT=0.5(LA+1+LG) =45.7 mm MT=FTLT =1345794.2 N.mm 外压:Mp=FD(LD-LG)+FT(LT-LG);内压:Mp=MD+MG+MTMp=12327168.0 N.mm N.mm W=1118052.9 N LG=33.9 mm Ma=WLG=37952176.0 螺栓间距校核 实际间距 最小间距 最大间距 形状常数确定 105.83 由K查表9-5得 整体法兰 =106.7 mm mm mm 56.0(查GB150-98表9-3) 158.4 h/ho=0.1 T=1.827 查图9-3和图9-4 K=Do/DI=1.229 Z=4.926 FI=0.90449 Y=9.550 VI=0.46604 1.6 U=10.495 0.00855 松式法兰 查图9-5和图9-6 FL=0.00000 VL=0.00000 0.00000 查图9-7 由1/o得 ψ=δfe+1=1.39 f=2.19408 整体法兰 =610087.1 松式法兰 =0.0 0.2 =/T =0.76 1.52 =0.92 剪应力校核 预紧状态 操作状态 计算值 8.93 2.29 MPa MPa 许用值 结论 校核合格 校核合格 输入法兰厚度δf=46.0mm时,法兰应力校核 应力 性质 轴向 应力 径向 应力 切向 应力 综合 应力 法兰校核结果 校核合格 =86.16 MPa =116.0 校核合格 26.61 MPa =116.0 校核合格 31.30 MPa =116.0 校核合格 141.03 MPa =174.0或 =335.0(按整体法兰设计的任意式法兰,取) 校核合格 计算值 许用值 结论 开孔补强计算 接管:C,φ114×2 设计条件 计算压力pc 设计温度 壳体型式 壳体材料 名称及类型 计算单位 南京工业大学过程装备与控制工程系 计算方法:GB150-1998等面积补强法,单孔 简图 0.55 350 圆形筒体 16MnR(正火) 板材 MPa ℃ 壳体开孔处焊接接头系数φ 壳体内直径Di 0.8 mm mm mm mm MPa 700 壳体开孔处名义厚度δn 6 壳体厚度负偏差C1 壳体腐蚀裕量C2 壳体材料许用应力[σ]t 接管实际外伸长度 接管实际内伸长度 接管焊接接头系数 接管腐蚀裕量 凸形封头开孔中心至 封头轴线的距离 0 1 134 200 0 1 1 mm mm mm mm 接管材料 名称及类型 20G(热轧) 管材 补强圈材料名称 补强圈外径 补强圈厚度 mm mm 接管厚度负偏差C1t 接管材料许用应力[σ]t 开孔补强计算 壳体计算厚度δ 补强圈强度削弱系数frr 开孔直径d 接管有效外伸长度h1 0.312 92 mm 补强圈厚度负偏差C1r mm MPa MPa 补强圈许用应力[σ]t 1.8 0 112.6 15.01 mm 接管计算厚度δt 接管材料强度削弱系数fr 0.33 0.687 225.2 0 360.4 36 mm mm mm mm2 mm2 mm 补强区有效宽度B mm 接管有效内伸长度h2 mm2 壳体多余金属面积A1 mm2 补强区内的焊缝面积A3 开孔削弱所需的补强面积A 202.8 接管多余金属面积A2 7.372 A1+A2+A3=403.7mm2，大于A，不需另加补强。 补强圈面积A4 mm2 A-(A1+A2+A3) mm2 结论:补强满足要求,不需另加补强。 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＝110035.3Kg/h＝0.028m3/s流速范围0.5～2.0m/s取为2.0m/s则 Di＝＝133.5mm 壁厚t＝＝＝0.267mm Sch.x=1000×=1000×=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==1.584m/s 保温层计算: 管道外表面温度T0=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/m3,贷款计息年数为5年,复利率为10%,热价为10元/106kJ. 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 0.0609W/(m.K), 表面放热系数为 12W/(m2.K) 保温工程投资偿还年分摊率 S==0.264 计算经济保温层经济厚度 =0.316 查表得保温层厚度δ=107mm. 计算保温后的散热量 =131.244W/m 计算保温后表面温度==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＝1013.479Kg/h＝0.00036m3/s一般吸水管中流速u1=1m/s,出水管中流速u2=1.8m/s则 Di＝＝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u1==1.04m/s,合适u2==1.79m/s ③脱盐水原料管道的规格 流量＝855.123Kg/h＝0.00024m3/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u1==0.943m/su2==1.56m/s ④甲醇水混合后原料管道的规格 流量＝1868.802Kg/h＝0.00060m3/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u1==0.974m/su2==1.732m/s ⑤吸收液碳酸丙烯酯管道的规格 流量＝42000Kg/h＝0.0012m3/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u1==0.962m/su2==1.39m/s ⑥冷却水管道的规格 流量＝95465Kg/h＝0.027m3/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u1==1.5m/su2==2.2m/s ⑦PG0101、PG0102、PG0103、PG0104混合气管道的规格 流量＝1868.802Kg/h＝0.043m3/s计算过程同上 200℃:壁厚t＝＝＝0.656mm 300℃:壁厚t＝＝＝0.8mm 选择PG0101、PG0102、PG0103、PG0104管道规格为φ89×4.5无缝钢管 流速校正u1==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： 序所在管道编号 号 1 2 PG0106-80M1B 氢气 PG0101-80M1B PG0102-80M1B3 -H 4 PG0103-80M1B PG0104-80M1B5 -H 6 PG0105-65M1B RO0101-150L17 B-H RO0102-150L18 B-H RO0103-150L19 B-H RO0104-150L110 B-H 导热油 0.6 320 导热油 0.6 320 导热油 0.6 320 导热油 0.6 320 H212%CO288% 50 H210%CO273%H2O17% 200 1.6 300 甲醇54.5%水45.5% 300 管内介质 设计压力 设计温度 流流量 状态 速 187.5 1869 气相 气相 公称直径 材料 50 200 8.2 80 8.6 80 20g 20g 1869 气相 8.6 80 20g 1869 气相 8.6 80 20g 1869 气相 8.6 80 20g 1553 气相 5.4 65 1520g 110035 液相 1.6 0 1520g 110035 液相 1.6 0 1520g 110035 液相 1.6 0 1520g 110035 液相 1.6 0 20g 11 12 13 14 15 16 17 18 PL0101-20L1B PL0102-15L1B PL0103-32L1B PL0104-20M1B PL0105-20M1B PL0106-40L1B PL0107-32L1B PL0108-32L1B DNW0101-20L甲醇 甲醇 原料液 原料液 原料液 吸收液 吸收液 吸收液 常压 常压 常压 1.6 1.6 0.4 0.4 0.4 50 50 50 50 200 50 50 50 1013.5 1013.5 1869 1869 1869 4200 4200 42000 液相 液相 液相 液相 液相 液相 液相 液相 1.0 20 1.8 15 1.0 32 1.7 20 1.7 20 1.0 40 1.4 32 1.4 32 20g 20g 20g 20g 20g 20g 20g 20g 19 1B DNW0102-15L20 1B CWS0101-150L21 1B CWS0102-125L22 1B CWR0101-125L23 1B 24 25 PG0107-80L1B PL0109-20M1B 脱盐水 0.3 50 855 液相 0.9 20 20g 脱盐水 0.3 50 855 液相 1.6 15 20g 15冷却水 0.3 50 95465 液相 1.5 0 12镀锌管 冷却水 0.3 50 95465 液相 2.2 5 12镀锌管 冷却水 0.3 80 95465 液相 2.2 5 镀锌管 食品二氧化碳 0.4 1.6 50 50 1366 280 气相 液相 11 80 0Cr18Ni9 工艺冷凝水 0.3 20 20g 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=gh=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=gh=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=gh=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=95.75m3/h 泵的流量取正常流量的1.05倍:Q=1.05×95.75=100.54m3/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120m3/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： 阀门选型 序所在管道编号 号 介质 压力 温度 直径 式 闸阀：Z41H-1.6C等，截止1 PG0106-80M1B 氢气 1.6 50 80 法兰 阀：J41H-1.6C RO0101-150L12 B-H 导热油 0.3 320 150 法兰 Z41Y-1.6C等，截止阀：闸阀：Z41H-1.6C、管内 设计 设计公称连接形阀门型号 RO0104-150L13 B-H 4 5 PL0101-20L1B PL0102-15L1B 甲醇 甲醇 常压 常压 50 50 20 15 法兰 法兰 法兰、6 PL0103-32L1B 原料液 常压 50 32 螺纹 DNW0101-20L7 1B 食品二8 PG0107-80L1B 氧化碳 法兰、9 PL0107-32L1B 吸收液 0.4 50 32 螺纹 工艺冷10 PL0109-20M1B 凝水 1.6 50 20 法兰 0.4 50 80 螺纹 脱盐水 0.3 50 20 螺纹 法兰、导热油 0.3 320 150 法兰 J41H-1.6C等 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 Z15W-1.0T 闸阀：Z41H-1.6C等，截止阀：J41H-1.6C等 闸阀：Z15W-1.0T止回阀：H41H-1.6 Z15W-1.0T 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： 阀门公序所在管道编号 号 管内介质 设计压力 设计温度 公称直径 法兰选型 法兰类型 密封面型式 公称压力等级 称压力等级 1 2 PG0106-80M1B 氢气 PG0101-80M1B PG0102-80M1B50 2.5 200 2.5 3 -H 1.6 300 80 300 4.0 4.0 4 PG0103-80M1B 混合气体 PG0104-80M1B5 -H 6 PG0105-65M1B RO0101-150L17 B-H RO0102-150L18 B-H RO0103-150L19 B-H RO0104-150L110 B-H 11 12 13 14 15 16 PL0101-20L1B PL0102-15L1B PL0103-32L1B PL0104-20M1B PL0105-20M1B PL0106-40L1B 甲醇 甲醇 原料液 原料液 原料液 吸收液 常压 常压 常压 1.6 1.6 0.4 导热油 0.3 导热油 0.3 导热油 0.3 导热油 0.3 200 50 65 320 带颈平320 凹凸面 150 焊法兰 320 2.5 2.5 320 50 50 50 50 200 50 20 15 32 20 20 40 1.0 1.0 17 18 PL0107-32L1B PL0108-32L1B DNW0101-20L吸收液 吸收液 0.4 0.4 50 50 32 32 19 1B DNW0102-15L20 1B CWS0101-150L21 1B CWS0102-125L22 1B CWR0101-125L23 1B 24 25 PG0107-80L1B PL0109-20M1B 脱盐水 0.3 50 20 脱盐水 0.3 50 15 15冷却水 0.3 50 1.0 0 12突面 1.0 冷却水 0.3 50 5 12冷却水 0.3 80 5 食品二氧化碳 0.4 1.6 50 50 80 20 1.0 1.6 凹凸面 突面 1.0 1.6 工艺冷凝水 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，TD＝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： 1.黄振仁，魏新利，过程装备成套技术指南【M】。北京：化学工业出版社，2001 2.黄振仁，魏新利，过程装备成套技术，北京：化学工业出版社，2000 3.国家医药管理局上海医药设计院【M】，化学工业设计手册（下册），北京：化学工业出版社，1996 4.石油化学工业部化工设计院，氮肥工艺设计手册（理论数据分册），北京：石油化学工业出版社，1996 5.时钧等，化学工程手册（1.化工基础数据）【M】。北京：化学工业出版社 6.石油和化学工业设备设计手册，标准零部件，全国化工设备设计技术中心站 7.GB150-1998《钢制压力容器》 8.GB151-1999《管壳式换热器》 9.JB/T4710-2005《钢制塔式容器》 10.JB/T470-4707-2000《压力容器法兰》 11.HG20592-20635-1997《钢制管法兰、垫片、紧固件》 12.JB/T4746-2002《钢制压力容器用封头》 13.JB/T4713-1992《腿式支座》 14.JB/T4724-1992《支撑式支座》 15.JB/T4725-1992《耳式支座》 16.GB16749-1997《波形膨胀节》 17.HG/T20668-2000《化工设备设计文件编制规定》 18.TCED41002-2000《化工设备图样技术要求》 19.JB4708-2000《钢制压力容器焊接工艺规程》 20.JB/T4709-2000《钢制压力容器焊接规程》 21.JB4730-2005《压力容器无损检测》 22.JB/T4711-2003《压力容器涂敷与运输包装》 23.HG20580-1998《钢制化工容器设计基础规定》 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