徐-化工工艺系统设计

化工工艺系统设计

《化工工艺系统设计》主讲：徐谋源

化工工艺系统设计

1

概述

1.1 化工工艺系统设计人员必须具备的基本条 件 要建设一个化工厂，必须具有一批化工 工艺专业技术人员，同时也必须具有一批化 工工艺系统专业设计人员，这些专业人员必 须具备的基本化工专业知识与工艺专业基本 相同且各有侧重，包括以下几点： ● 掌握化工基本理论 ● 掌握化工工艺系统设计方法和技能 ● 熟悉较广泛的相关专业知识 ● 熟悉有关的国家标准规范 ● 实际的工程经验

化工工艺系统设计

1.2 化工工艺专业和工艺系统专业的区别 工艺系统专业主要是将工艺专业提供的 PFD发展成为能指导施工、安装、正常开 车停车、事故停车、满足生产要求的PID。

化工工艺系统设计

研究对象及 主要解决的 问题化工 工艺 专业 1.化学反应 2.传热 3.传质(流 体力学)

工作重点 1.物料平衡计算 2.热量平衡计算 3.设备计算 4.工艺流程

主要发表资料/ 成品1.PFD 2.工艺设备数据 表 3.工艺说明 4.建议布臵图

责任 对生产技 术可靠性 负责

工艺 系统 专业

1.流体力学 2.安全 3.可操作性

1.管道流体力学计 算 2.泵的计算 3.管道附件计算、 选择 4.安全可操作性研 究

1.PID,附管道命 名表 2.特殊管件数据 表 3.界区条件表 4.公用工程平衡 图和标

对系统的 安全性和 可操作性 负责

化工工艺系统设计

2

工艺系统设计的内容和深度2.1 管道及仪表流程图(PID) PID在工艺包阶段就开始形成初版，随着设 计阶段的深入，不断补充完善深化，它分阶 段和版次分别发表。PID各个版次的发表， 表明了工程设计进展情况，为工艺、自控、 设备、电气、电讯、配管、管机、管材、设 备布臵和给排水等专业及时提供相应阶段的 设计信息。PID是基础设计和详细设计中主 要成品之一，它反映的是工艺设计流程、设 备设计、设备和管道布臵设计、自控仪表设 计的综合成果。

化工工艺系统设计

2.2 公用工程管道及仪表流程图(UID)UID包含了： (1)在工艺流程中重要考虑的公用工程配 套设施，如工艺用水、蒸汽、仪表空气、压 缩空气、氮气等以及冷冻、真空系统等。 (2)与其他专业密切配合的公用工程，如 生产用电、给排水、空调采暖通风等。 2.3 化工管道设计 2.4 设臵和选择必要的安全设施，如安全阀、 爆破片、限流孔板、阻火器等。

化工工艺系统设计

2.5 2.6 2.7 2.8

机泵的安装设计 确定设备、管道的布臵原则及要求 编制管道数据表 进行必要的系统安全分析

化工工艺系统设计

3 化工管道设计3.1 化工管道设计的原则 化工装臵的工艺管道设计应在满足工 艺要求和安全生产的前提下，求得最经济 的管径。要求工艺系统专业根据流体力学 知识，从生产装臵的不同工艺要求进行管 道工艺设计，并符合有关介质安全设计规 定。在管

道工艺设计时，一般应考虑以下 原则。

化工工艺系统设计

3.1.1 经济管径 管径选择方法对化工装臵的经济效果十分重要， 一个化工装臵的管道投资往往占整个装臵投资 的10% 20%,如果任意放大管径，不仅增大 了管壁厚度和管子重量，还增大了相应的阀门 和关键的尺寸，增加了保温材料的用量以及管 子支吊架的荷重。因此在计算管径时应尽量选 用较高的流速，以减小管径。但是，随着流速 的增大，管内摩擦阻力也加大，增加压缩机和 泵的功率消耗和操作费用。因此，需在建设投 资和操作费用之间寻找最佳结合点，即成本最 低，来求得经济管径。

化工工艺系统设计

在初选管径时，由于条件所限，还无法从建 设投资和操作费用两者中寻找最佳结合点的 角度来求得经济管径，但可以采用查取常用 流速范围，(见P606 609,表8.3.2-1)和管 道压力降控制表(见P610 611,表8.3.2-2, 表8.3.2-3)的方法，这样计算得到的管径比 较接近经济管径。 3.1.2 压力降要求 一般情况下，管道是按阀门全开情况下计算 压力降的，否则流量将难以满足工艺需要。 一般对于允许压力降较小的流体，流量小的 流体、粘度较大的流体则应选取较低的流速。 反之，则应选取较高的流速。

化工工艺系统设计

3.1.3 工艺控制要求 在一般情况下，调节阀压降应占整个控制系 统总压力降的30%左右，这样调解阀的开大 关小对流量控制就比较明显，易于调节。 3.1.4 限制管壁磨损 金属的耐腐蚀性能，在大多数情况下，主要 依靠其接触腐蚀介质表面的一层保护膜，管 内流速过高会损坏保护膜，引起管道冲蚀和 磨损的现象，最终将缩短管道的预期使用寿 命。因此，在进行管道工艺计算时，应该注 意在下列条件下会使腐蚀速率加快，必须采 取限制流速的措施。

化工工艺系统设计

(1)腐蚀介质会引起管壁脆弱。 (2)软金属管(如铅或铜) (3)工艺介质中存在有腐蚀性的固体颗粒 (4)带有大量管件的管道将导致高的湍流 如遇到上述问题时，应采取限制流速 的方法，建议液体最大的流速为2m/s,部分 腐蚀介质的最大流速见下表

化工工艺系统设计

介质名称 氯气 二氧化硫气 氨气p≤0.7MPa 0.7MPa<P≤2.1MPa 浓硫酸 碱液 盐水和弱碱液 酚水 液氨 液氯

最大流速m· s ¹ 25.0 20.0 20.2 8.0 1.2 1.2 1.8 0.9 1.5 1.5

化工工艺系统设计

3.1.5 满足介质安全输送的规定 特殊介质的流速还应符合相应的标准，例 如： 氧气流速应符合(GB50030-1991)氧气站设 计规范 氢气流速应符合(GB5077-1993)氢气站设 计规范 乙炔流速应符合(GB50031-1991)乙炔站设 计规范 部分流体最大流速可参见下表：

化工工艺系统设计

介质 乙烯气P≤22MPa 22MPa<P≤150MPa 乙炔气P≤110KPa P≤250KPa P≤2.5MPa 氢、氧气 乙醚、苯、二

硫化碳 甲醇、乙醇、汽油 丙酮

最大流速m/s ≤30 5~6 3~4 4~8 5 ≤8 ≤1 ≤3 ≤10

在没有数据情况下，可根据已有生产装臵的情况， 经核算，求出有关流速数据。

化工工艺系统设计

3.1.6 满足噪声控制要求 流体在阀门或管道内的流速越高，噪声也越 高，降低流速可以减小噪声。一般气体管道 内流速的限制值见下表：管道周围的声压级dB 防止噪声的流速限制值m· s ¹

70 8090

33 4557

化工工艺系统设计

3.2 系统阻力降分析3.2.1 伯努利方程 3.2.2 管内流动的雷诺数 3.2.3 磨擦产生的压力损失 3.2.4 摩擦系数和管道粗糙度的影响 3.2.5 阀门及管件的当量长度 3.3 管道中可压缩流体的阻力计算 当管道末端的压力小于始端压力的80%时，应按 可压缩流体的计算方法选择管径和计算压力降。 3.3.1 初选管径 3.3.2 最终确定管径 按式8.3.2-1校核 (P612)

化工工艺系统设计

3.4 管道中不可压缩流体的阻力计算 液体和进出口端的压差小于进口端压力的20%的 气体都可按不可压缩流体来进行计算。 3.4.1确定流体的流动状态和摩擦系数λ的求 取 流动状态可用流体的雷诺数Re表示,Re的计算公 式: Re=diuρ/μ 当Re<2000时，流体的流动处于层流状态，管道 的阻力只与雷诺数有关。 即 λ=64/Re

化工工艺系统设计

当Re>2000时，流体的流动处于湍流状态，管道的 阻力与Re和管壁粗糙度ε有关。而湍流的摩擦系 数λ可分为三个区域，即水力光滑区、过渡区和 阻力平方区。 水力光滑区：当管道相对粗糙度ε/d<15/Re时， 摩擦系数λ可按光滑管计 当3*103<Re<105时 λ=0.3164/Re0.25 阻力平方区：当管道相对粗糙度ε/d≥ 560/Re时， 摩擦系数λ与Re无关，而只取决于相对粗糙度， 此时 λ=1/(1.74+2log(di/2ε))2 过渡区：当15/Re≤ ε/d ≤560/Re时，摩擦系数 λ与Re数和管道相对粗糙度ε/d 有关。 λ=1/(1.74-2log(2ε/di+18.7/Re√λ))2

化工工艺系统设计

3.4.2 管道压力降 流体在管道中流动的压力降ΔPp可分为直管 压力降ΔPf和局部压力降ΔPt 即ΔPp=ΔPf+ΔPt 考虑到估算的直管长度和管件数量的不准确 性，计算出ΔPp应乘以1.15安全系数作为设 计值。 (1)直管压力降 单相流(不可压缩流体)在湍流区的直管压 力降的计算 ΔPf=6.26*104λLV2fρ/d5i 单相流(可压缩流体)的等温流动 ΔP =6.26*103gλLW2 /d5 ρ

化工工艺系统设计

(2)局部阻力(P615~P617)1)当量长度法 2)局部阻力系数法 3.5 管道、阀门的噪声控制 根据国家标准《工业企业噪声控制设计 规范》(GBJ87-85)的规定，工人作业场所 的噪声控制可见表8.3.4(P620) 3.5.1 管道的噪声控制 3.5.2 阀门的噪声控制

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/4zxe.html