生产能力为2400 m³h 甲醇制氢生产装置设计.doc

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1、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：电解水法；氯碱工业中电解食盐水副产氢气；烃类水蒸气转化法；烃类部分氧化法；煤气化和煤水蒸气转化法；氨或甲醇催化裂解法；石油炼制与石油化工

2、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2003000m3/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

3、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

4、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、

5、依据甲醇蒸气转化反应方程式: CHOHCO+2HCO+HOCO+ 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:CHOH0.99CO+1.98H+0.01 CHOHCO+0.99HO0.99CO+ 1.99H+0.01CO合并式(1-5),式(1-6)得到: CHOH+0.981 HO0.981 CO+0.961 H+0.01 CHOH+0.0099 CO氢气产量为: 2400m/h=2400/22.4=107.143 kmol/h甲醇投料量为: 107.143/2.96

6、01*32=1158.264 kg/h水投料量为: 1158.264/32*1.5*18=977.285 kg/h3、原料液储槽(V0101)进: 甲醇1158.264kg/h , 水977.285 kg/h出: 甲醇1158.264kg/h , 水977.285 kg/h4、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 CO 1158.264/32*0.9801*44 =1560.920kg/h H 1158.264/

7、32 * 2.9601 * 2 =214.286 kg/h CO 1158.264/32*0.0099*28 =10.033 kg/h 剩余甲醇 1158.264/32*0.01*32 =11.583kg/h 剩余水 977.285-1158.264/32*0.9801*18=338.727kg/h 总计 2315.549kg/h6、吸收塔和解析塔 吸收塔的总压为15MPa,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12。解吸塔操作压力为0.1

8、MPa, 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=1560.920/7.20=216.794m/h 据此,所需吸收液量为 216.794/9.45=22.941m/h考虑吸收塔效率以及操作弹性需要,取吸收量为 22.941 m/h=68.823 m/h可知系统压力降至0.1MPa时,析出CO量为216.794m/h=1560.917 kg/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

9、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

10、p=1.36321.5 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=1158.2640.99/321000(-49.66) =-1.7810kJ/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/(kgK), c=2.8

11、1kJ/(kgK)取平均值 c=2.83 kJ/(kgK)则导热油用量 w=Q/(ct)=1.7810/(2.835)=1.258105kg/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=(1.901158.264+4.82977.285) (280-175)=7.25710kJ/h导热油c=2.826 kJ/(kgK), 于是其温降为: t=Q/(cm)= 7.25710/(2.826125800)=2.04导热油出口温度为: 315-2.0

12、=312.964、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=1158.264727.2+2031977.285=2.827106kJ/h以300导热油c计算 c=2.81 kJ/(kgK)t=Q/(cm)=2.827106/(2.81125800)=8.0则导热油出口温度 t=312.96-8.0=304.96导热油系统温差为T=320-304.96=15.04 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

13、的部分比定压热容数据。液体混合物升温所需热量Q= cmt=(1158.2643.14+977.2854.30) (175-25)=1.176106kJ/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/(kgK) c14.65 kJ/(kgK) c 4.19 kJ/(kgK)则管程中反应后气体混合物的温度变化为：t=Q/(cm)=1.176106/(10.471560.92+14.65214.286+4.19338.727)=56.264换热器出口温度为 280-56.264=223.7366、冷凝器（EO103

14、) 在E0103 中包含两方面的变化：CO, CO, H的冷却以及CHOH , HO的冷却和冷凝. CO, CO, H的冷却Q=(10.47*1560.92+14.65*214.286+1.04*10.033) (223.736-40)=3.58110kJ/h 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=2135338.727=7.23210kJ/h水显热变化Q= cmt=4.19338.727(223.736-40)=2.60710kJ/h Q=Q+Q+ Q=4.56510kJ/h冷却介质为循环水，采用中温型凉水塔

15、，则温差T=10用水量 w=Q/( ct)= 4.56510/(4.1910)= 1.08910kg/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。

16、（1）物性有关因素 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。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。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。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。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。操作过程中有热效应的系统

17、，宜采用板式塔。（2）操作条件有关因素 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。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。 液体负荷较小时，一般不宜选用填料塔。液气比波动较大时，宜选用板式塔。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 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

18、备亦有使用板式结构。 相比之下，填料塔的重量要大于板式塔。 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m1785.239kg/h吸收剂碳酸丙烯酯的质量流量ml68.8231100=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 U0.023式中 1.897mPa

19、*s由此可得泛点气速u u1.64m/s取空塔气速为泛点气速的70，得空塔气速u u0.7 u0.7*1.641.169m/s由此可得填料塔的塔径DD0.98m圆整至D1.0m。（2）填料段压力计算实际空塔气速uu1.133m/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P300Pa/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ZHN=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CO35.4750.24

20、6碳酸丙烯酯741.5750.9543CO0.35830.005CO35.4750.0457H107.1430.749查表可得：Y= =0.326 Y=0.326X(1-0.99)=0.00326X=0.0457X=0 Y=0.0914Y=0=0.0541KK9.8751.5100.148kmol/（m*s） 0.05057kmol/(m*s)则 ZHN=2.04m考虑一定的安全系数，确定填料高度Z2.5m。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GB1501998钢制压力容器进行结构设计计算。 设计压力P1.1*1.51.65 Mpa 设计温度取最高工作温

21、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C0mm，腐蚀余量C1.0mm，厚度附加量CC+C1.0mm。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515min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

22、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50mm8mm，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

23、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 9.8HLt9.82.510.015380=260.68N 填料层持液量L3.43HLt10-43.432.510.015110010-46.7910-3 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： =108.57MPa式中 s栅条截面高度，m h栅条截面宽度，mC栅条材料腐蚀余量，mt=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

24、，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=29.34Knm。筋板和底板材料为Q235-AF，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）2.53.14（1.12-1.0862）3.57.85=3.25t 上筒体封头质量=20.4kg 下筒体封头质量=485.82=971.6kg 吸收液质量=110068.8231060=12617.55kg按所储存液体相当于该塔10

25、分钟的处理量考虑 人孔质量=304kg耳座质量=28.74=114.8kg故塔体总质量17278.35kg水平地震载荷为：=0.5=0.50.2317278.359.81=19492.57N水平风载荷为：=0.95=0.950.88350（2.20.0142）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=87.5kNQ式中，=228kg为偏心载荷；=0.

26、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 =21kNm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，

27、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12.274820g4PG0103-48M1BH2 10% CO2 73% H2

28、O 17%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50

29、410.218 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1.043520g17PL0107-28L1B吸收液0.4501400液相1.622820g18PL0108-28L1B吸收液0.4501400液相1.622820g19DNW0101-11L1

30、B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P0

31、101 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：1303.048/0.8071615.13L/h泵的流量Q1.051615.131695.88L/h工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H1.18088m折合程计量泵的压力：P=gh=8079.8188/106=0.697MPa泵的选型：查表得，JD2000/0.8型计量

32、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：1099.447/0.9971102.76L/h泵的流量Q1.051102.761157.89L/h工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H1.18088m折合程计量泵的压力：P=gh=9979.8188/106=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

33、.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：2042.494/0.8602374.99L/h泵的流量Q1.052374.992493.74L/h工艺估算所需扬程80m,泵的扬程H1.18088m折合程计量泵的压力：P=gh=8609.8188/106=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

34、115r/min，电机功率2.2KW，满足要求（4）. 吸收液用泵P0104已知条件:吸收液的输送温度25,密度760Kg/m3.泵的正常流量为4200kg/h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=1.054.20=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=1.135=38.5水泵选型，选用离心式水

35、泵查表得，40W40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:水的输送温度25,密度997Kg/m3.泵的正常流量为121000kg/h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=1.05121.36=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

36、位高差，约为35m.泵的扬程取1.1倍的安全裕度：H=1.135=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.

37、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：J

38、41H-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

39、-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0.38012524PG0107-8