生产能力为2800m179h甲醇制氢生产装置设计.doc

1、生产能力为2800 m/h 甲醇制氢生产装置设计前 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

2、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。 目 录前言 - 2 目录 - 3 摘要 - 3 设计任务书 - 4 第一章 工艺设计 - 5 1.1.甲醇制氢物料衡算 - 1.2.热量恒算 - 第二

3、章 设备设计计算和选型：塔、换热设备、反应器 - 8 2.1.解析塔的选择 - 2.2.换热设备的计算与选型 -2.3.反应器的设计与选型 - 第三章 机器选型 - 13 3.1.计量泵的选择 - 15 3.2.离心泵的选型第四章 设备布置图设计 - 15 4.1.管子选型 - 174.2.主要管道工艺参数汇总一览表 - 84.3.各部件的选择及管道图 - 第五章 管道布置设计 - 16 5.1.选择一个单参数自动控制方案 - 215.2.换热器温度控制系统及方块图课设总结 - 28 摘 要本次课程设计是设计生产能力为2800m3/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

4、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

5、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2800 m3/h甲醇制氢生产装置。 二、设计参数：生产能为2800 m3/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。 四、图纸清单： 1、物料流程图 2、工艺流程图 3、换热器总装图4、换热器零件图 5、管道布置图 6、管道空视图(PL0102-20L1B) 第一章 工艺设计1.1.甲醇制氢物料衡算. (1)依据 甲醇蒸气转化反应方程式： CH3OHCO + 2H2 CO + H2O CO2 + H2 CH3OHF分解为CO,转化率99

6、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：2800 m/h=125 kmol/h 甲醇投料量为： 125/2.9601 * 32=1351.312 kg/h 水投料量为：1351.312/3

7、2 * 1.5 * 18=1140.168 kg/h (3)原料储液槽 (V0101) 进：甲醇 1351.312 kg/h，水1140.168 kg/h。 出：甲醇 1351.312 kg/h，水 1140.168 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 1351.312 kg/h，水 1140.168 kg/h，总计2491.48 kg/h 出：生成CO21351.312/32 * 0.9801 * 44=1821.48 kg/h H2 1351.312/32 * 2.9601 * 2=250

8、kg/h CO1351.312/32 * 0.0099 * 28=11.704 kg/h 剩余甲醇1351.312/32 * 0.01 * 32=13.512 kg/h 剩余水 1140.168- 1351.312/32 * 0.9801 * 18 =395.181kg/h 总计2491.48 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m吸收液可溶解CO211.77 m. 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: 1177-232=9.45 0.4MPa压力下 CO2 =

9、 pM /RT =4 * 44/0.082 * (273.15 + 25) =7.20 kg/m CO2体积重量 V CO2 =1821.48/7.20 =252.98 m/h 据此，所需吸收液的量为 252.98/9.45 =26.764 m/h 考虑吸收塔效率以及操作弹性需要，取吸收液量为26.764 * 3=80.296m/h 系统压力降至0.1MPa时，析出CO2 量为 346.04 m/h = 1821.48 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。 1.2热量恒算 (1)气化塔顶温度确定 要使甲醇完全汽化，

10、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 1.5MPa 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=1351.312*0.99/32*1000*(

11、49.66) =-2.076*106 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/(kgK),Cp300=2.81 kj/(kgK) 取平均值Cp=2.83 kj/(kgK) 则导热油的用量 w=Q反应 /(Cpt)= 2.076*106/ (2.83*5)=1.467*105 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=Cp mt=（

12、1.90*1351.312+4.82*1140.168*(280-175)=8.446*105 kj/h 导热油 Cp=2.825 kj/(kgK),于是其温度降为 t=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=1351.312 *727.2 +2031*1140.168=3.298*106 kj/h 以300导热油Cp计算 Cp=2.76 kj/(kgK)

13、 t=Q/(Cp m)=3.298*106 /2.76*1.467*105)=8.15 则导热油出口温度t2 =312.958-8.15=304.808 导热油系统温差为T=320-304.808=15.192 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=cpmt=(1351.312*3.14 + 1140.168 *4.30)*(175-25)=1.372*105 kj/h 管程： 取各种气体的比定压热容为： CpCO2 10.47 kj/(kgK) CPH2 14.65 kj/(kgK) CPH20 4.19 kj/

14、kgK) 则管程中反应后其体混合物的温度变化为：t=Q/(Cp * m)= 1.372*105 /(10.47*1821.104+14.65*250+4.19*395.2)= 56.26 换热器出口温度 280-56.26=223.74 (6)冷凝器(E0103) CO2 、CO 、H2的冷却 Q1=cpmt=(10.47*1821.104+14.65*250+4.19*11.704)*(223.736-40)=3.5115*10 6 kj/h 压力为1.5MPa时水的冷凝热为： H=2135kj/kg,总冷凝热Q2 =H * m=2135 *395.2=8.438*105 kj/h 水显热

15、变化 Q3 =cpmt=4.19* 395.2*(223.74-40)=3.0417*105 kj/h Q= Q1+ Q2+ Q3=4.6594*106 kj/h 冷却介质为循环水，才用中温型凉水塔，则温差T=10 用水量 w=Q/(cpt)= 4.6594*106/(4.19*10)=1.112*105 kg/h 第二章设 备设计计算和选型 2.1选择解析塔工艺计算和结构设计如下：1) 工艺计算 已知进入吸收塔的混合气体的质量流量为2082.8 kg/h,操作压力为1.5Mpa,气体的入口温度为40，用碳酸丙烯酯吸收CO2，吸收率为99%。气体总体积吸收系数取9.875*10-5 kmol/

16、m.s.kpa)。从工艺条件中可知，吸收剂碳酸丙烯酯的用量为80.29m/h.（1） 填料塔径的计算混合气体的密度p=0.76 kg/m 混合剂碳酸丙烯酯的密度p=1100 kg/m。混合气体的质量流量m=20231.2 kg/h。则 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0.17，即u式中： 填料因子，查参考文献，对于DN25金属鲍尔环散堆填料得=160；液体密度校正系数 =碳酸丙烯酯的动力系数，=1.897mpa.s 。由此可求得泛点气速u=取空塔气体速的70%，得空塔气速u 由此可求得填料塔的塔径D 圆整至D=0.9m.(2)填料段压力降计算实际空塔气速度埃克特

17、通用关联图的纵坐标可由下式计算埃克特通用关联图的横坐标为0.0596埃克特通用关联图的压力降（3）填料高度计算 采用对数平均推动力计算填料层高度Z，可表示为：Z=式中 -按气相传质总系数K计算的传质单元高度。 -气相传质单元数根据工艺参数，进入吸收塔的气体及排除吸收塔液相的组分摩尔浓度如下表 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CO214681.40.246碳酸丙烯酯405929.20.9654CO299.60.005CO214534.60.0346H2446450.749Y X=0.0346 X=0 Y=0.0692, Y=0Ka=Kap=9.

18、875*10*1.5*10=0.148 Kmol/(m.s)V/=(1.4681.4+299.6+44645)/(0.3*1000*3600)=0.0586 Kmol/(m.s)所以: Z=考虑一定的安全系数，确定填料的高度Z=2.5m2）.填料塔结构设计由于该吸收塔的总高度在10m以下，因此在设计中按照GB 150-1998设计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 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=0.5mm 腐蚀裕量C=1.0mm，厚度附加量C下部液体储存空间容积，一般比其所存储液体

19、相当于该塔5-15m的处理量考虑。选取下部筒体的直径 D=2.0mm(1)下部筒体的计算厚度计算:=1.65*2/(2*153*0.85-1.65)=12.8mm圆整得名义厚度计算为(2)下部筒体厚度计算：选用标准椭圆形封头，其厚度为： 圆整并取名义厚度与筒件厚度相同 (3)上部筒体的厚度计算 圆整得名义厚度计算为 (4) 上部设备封头厚度计算。 选用标准椭圆形封头，气厚度为： 圆整并取名义厚度与筒件厚度相同（5）开孔及开孔补强计算： ： 吸收塔上下塔连接部位的补强 补强面积 A= 因此处的开孔的椭圆形封头中心80%封头内径直径的范围内 所以A=(0.6+2*0.008)*0.0114=6.8

20、6*10：人孔补强的计算：同理有：所以A=（0.5+2*0.008）*0.0127=6.37*10 :中心孔有效补强面积 A= ：人孔有效补强面积 A=因为两孔的有效补强面积之和大于两孔所需的补强面积，因此开孔处可不进行补强。 （6）.填料塔支承装置。 采用栅板支承填料，为方便通过人孔装拆，栅板制成2块，栅板扁钢截面为10*6，扁钢之间的间距为15栅板强度计算按承受均布载荷的两端简支梁进行。作用在栅板上的总载荷为 填料重力=9.8*2.5*0.6*0.015*380=83.79N 填料层液量: 梁上的弯矩为： 栅条上应力为： 因为： 所以所用栅条符合强度要求 （7）.耳式支座选用及验算。 支座

21、安装尺寸为D为： 所以可选用莲蓬头布液器，安装高度万为2002.2.换热设备的计算与选型1.1.1.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。 1.1.2.总体设计 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。 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。 1.1.3.热工计算 原始数据 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程流体名称甲醇和水混合液壳程流体名称混合气体管程进、出口的温度Ti;T0已计算25; 175壳程进、出口的温度ti;t0已计算280;223.74管程、壳程

22、的工作压力pt;psMPa已计算1.5;1.5管程的质量流量Wtkg/s已计算 0.692（表2-1） 物料与热量恒算计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注换热器效率取用098负荷QW1.372*105壳程的质量流量wskg/s0692（表2-2） 有效平均温差计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注逆流对数平均温度tlog146.92流程型式初步确定1-2型管壳式换热器1壳程-2管程参数R0375参数P0.588温度校正系数查图4-20.95有效平均温差tMtM = tlog141.041（表2-3） 初算传热面积 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注初选总传热系数K0W/

23、m2)参考表4-1240初算传热面积A0m240.53（表2-4） 换热器结构设计 计算内容或项目符号单位计算公式或来源结果备注管程 结 构 设 计换热管材料选用碳钢无缝钢管换热管内径、外径di;dm0.025;0.021换热管管长Lm选用9m标准管长折半15换热管根数n24(圆整)管程数Ni根据管内流体流速范围选定2管程进出口接管尺寸(外径*壁厚)djt*Sjtm按接管内流体流速3m/s合理选取管程结构设计壳程数Ns1换热管排列形式分程隔板槽两侧正方形排列，其余正三角形排列正三角形排列换热管中心距SmS=1.25d或按标准0.032分程隔板槽两侧中心距Sn按标准0004管束中心排管数nc7

24、壳体内径Dim0171换热器长径比L/ DiL/ Di8771合理实排热管根数n作图36折流板形式选定弹弓形折流板折流板外直径Dbm按GB151-19990.168折流板缺口弦离hm取0.0342折流板间距Bm取0.171折流板数Nb16选取壳程进出口接管尺寸djs*Sjs合理选取（表2-5） 结构设计与强度设计 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

25、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=4mm 封头h2=25mmh1=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P 219-16M DN=300 D=430,D1=390,D2=3

26、55,D3=345,D4=345,=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-AF 结构特征， 包角，弯制，单筋，不带

27、垫板 标记：JB/T 4712-92 鞍座 BV219-F 2.3.反应器的设计与选型(相管式感应器的设计)2.3.1.计算反应物的流量： 对于甲醇其摩尔质量为32kg/kmol,其摩尔流量为： 1351.31232=42.229kmol/h 对于水，其摩尔质量为18kg/kmol,其摩尔流量为： 1140.16818=63.371kmol/h 对于氢气，其摩尔质量为2kg/kmol,其摩尔流量为： 2502=125kmol/h 对于一氧化碳，其摩尔质量为28kg/kmol,其摩尔流量为： 11.70428=0.418kgmol/h 进料器中甲醇的摩尔分辨率yA为: yA=42.229(42.

28、229+63371)=0.4 对于甲醇和水，由于其温度不太高（280），压力不太高，（1.5Mpa），故可将其近似视 为理想气体考虑，由理想气体状态方程PV=nRT，可分别计算出进料器中甲醇和水的体 积流量。甲醇的体积流量vA为 vA=nRT/P=42.2298314.3（273.15+280）（1.5106）=129.476m3/h水的体积流量vB为 vB=63.3718314.3（273.15+280）（1.5106）=194.298进料气的总质量流量为 m0=1351.312+1140.168=2491.48kg/h2.3.2：计算反应的转化率： 进入反应器的甲醇流量为1351.312k

29、g/h，出反应器的甲醇流量为13.512kg/h,则甲 醇的转化率为XAfXAf=（1351.312-13.512）1351.312100%=99% 即反应过程中消耗甲醇的物质的量为： 42.22999%=41.807kmol/h2.3.3:计算反应体系的膨胀因子: 由体系的化学反应方程式可知，在过程中气体的总物质的量发生了变化，可求出膨胀因子A,对于甲醇有： A=（3+1-1-1）1=22.3.4：计算空间时间： =1/KRT0Xaf(1+AyAXA)/(1-XA)dXA=1.0038h2.3.5:计算所需反应器的容积: vR=v0 进料器的总体积流量为： v0=129.476+194.29

30、8=323.774m3/h=0.0899 m3/s 则可得所需反应器的容积为： vR=v0=0.003836000.0899=1.23 m32.3.6：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的气密塔速度的影响，取流动速度为v=0.2m/s,则反应器的长度为： L=v=0.003836000.2=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： V=L/=3/(0.00383600)=0.22m/s2.3.7:计算反应热： 甲醇制氢的反应实际为两个反应的叠合，即： CH3OHCO+2H2-90.8KJ/mol CO

31、H2OCO2+H2+43.5KJ/mol 反应过程中的一氧化碳全部由甲醇分解而得，由化学反应式可得，每转化1kmol的 甲醇就少1.3生成1kmol的一氧化碳，则反应过程中产生的一氧化碳物质的量为 41.807kmol/h ,反应器出口处的一氧化碳的物质的量为0.418kmol/h,转化的一氧 化碳的物质的量为： 41.807-0.418=41.389kmol/h 一氧化碳的转化率为： Xco=41.389/41.807100%=99% 则反应过程中需向反应器内供给的热量为： Q=90.810341.807-43.510341.389=1995.654103KJ/h2.3.8：确定所需的换热

32、面积： 假定采用的管子内径为d，壁厚为t，则其外径为d+2t，管子的数量为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， 320的钢的导热系数为=44。9w/（m2.）管外油测的对流给热系数为 0=300w/(m2.),管内气测的对流给热系数为i=80w/(m2.),反应管内外的污 垢系数分别为0.0002m2./w和0.0008m2./w， 总污垢系数为 Rf=0.0002+0.0008=0.001m2./w 根据传热学，反应器的传热系数为： K=11/i.(d+2t)/d+1/0+t/+Rf 由于(d+2t)/d的值接近1，对K带来的误差小于1%；钢管

33、的传热很快，对K的 影响也很小，故可将上式简化为： K=1(1/0+1/i+Rf）=1（1/300+1/80+1/1000)=59.4w/(m2.) =213.84KJ/(h.m2.) 反应器所需的换热面积为： F=Q/K.t=1995.654103/213.84(320-280)=233.3m22.3.9：计算管子的内径： 反应器需要的换热面积为：F=ndL 反应器内的气体的体积流量为：v0=n.(d2/4)v 联立上述量式：并将L=3m v=0.22m/s F=233.3m2 v0=0.0899m3/s代入，即可得所需管子的内径为d=0.021m. 根据计算所得的管子直径，按前述换热设备设

34、计选择合适的管子型号和所需管束布管方式。 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

35、要求甲醇的投料量为1351.312 kg/h,水为1140.168 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1351.312 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1140.168 kg/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1351.312kg/h,水1140.168 kg/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

36、热器。 3.1.1甲醇计量泵选型 工艺所需正常的体积流量为：1351.312/0.807=1674.488L/h 泵的流量Q=1.05*1674.488=1758.2124L/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=Hg=33*807*8.81/106=0.261Mpa 泵的选型，查文献一，JZ-1000/0.32型计量泵的流量为1000L/h,压力为0.32Mpa,转速为126r/min,进出口管径为24mm,电机功率为1.1KW,两个并联，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：1140.168 /0.99

37、7=1143.599L/h 泵的流量Q=1.05*1143.599=1200.779L/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=Hg=33*997*9.81/106=0.323Mpa 泵的选型：查文献一，JZ-630/0.5型计量泵的流量为630L/h,压力为0.5Mpa,转速为126r/min,进出口管径为24mm,电机功率为1.1KW, 两个并联，满足要求。 3.1.3原料计量泵的选型 原料液密度：=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：(1140.168 +1351.312)/

38、0.921)=2491.48/0.921=2705.19L/h 泵的流量Q=1.05*2705.19=2840.45L/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=Hg=88*921*9.81/106=0.795MPa 泵的选型查文献一，JD-1000/1.5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, 三个并联，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80.29m3/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:80.29m3/h。 泵的流量Q=1.05*80.29=84.304m3/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IS型单级离心泵，IS100-65-200型离心泵，流量为100m 3/h,扬程为50m,转速为2900r/min,电机功率17.9KW,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T=10,用水量3.19*1140.168kg/h,温度为常温25，密度为