,化工工艺系统设计,
主讲：徐谋源
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
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。
研究对象及主要解决的问题工作重点主要发表资料 /
成品 责任化工工艺专业
1.化学反应
2.传热
3.传质（流体力学）
1.物料平衡计算
2.热量平衡计算
3.设备计算
4.工艺流程
1.PFD
2.工艺设备数据表
3.工艺说明
4.建议布臵图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
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。
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。
2.5 机泵的安装设计
2.6 确定设备、管道的布臵原则及要求
2.7 编制管道数据表
2.8 进行必要的系统安全分析
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。
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。
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。
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。
（ 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介质名称 最大流速 m·s?1
氯气 25.0
二氧化硫气 20.0
氨气 p≤0.7MPa 20.2
0.7MPa<P≤2.1MPa 8.0
浓硫酸 1.2
碱液 1.2
盐水和弱碱液 1.8
酚水 0.9
液氨 1.5
液氯 1.5
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：
介质 最大流速 m/s
乙烯气 P≤22MPa ≤30
22MPa<P≤150MPa 5~6
乙炔气 P≤110KPa 3~4
P≤250KPa 4~8
P≤2.5MPa 5
氢、氧气 ≤8
乙醚、苯、二硫化碳 ≤1
甲醇、乙醇、汽油 ≤3
丙酮 ≤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。
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 33
80 45
90 57
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)
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
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
3.4.2 管道压力降
流体在管道中流动的压力降 Δ Pp可分为直管压力降 Δ Pf和局部压力降 Δ Pt
即 Δ Pp=Δ Pf+Δ Pt
考虑到估算的直管长度和管件数量的不准确性，计算出 Δ Pp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
Δ Pf=6.26*104λ LV2fρ /d5i
单相流（可压缩流体）的等温流动
Δ Pf=6.26*103gλ LW2G/d5iρ m
(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
3.6 设备接管要求设计、核算设备的接管时，要格外注意流体通过设备管口处的流速、压降是否在合理数值范围内，尤其在低压系统。管接头、管道处的最大推荐流速值见表 8.3.5
（ P622)
3.7 机泵压差要求
在确定机泵的压差要求是：
（ 1）要考虑到管道阻力计算的误差，运行过程管道的结垢使管道阻力增大。一般考虑泵扬程的安全系数为 1.1~1.15。
（ 2）泵选型后，应考虑到制造提供泵的性能曲线或性能一般是在常温常压下用清水测得的，若我们输送的液体的物理性质与水有较大差异时，
则应将泵的性能指标流量、扬程换算成被输送液体性质的流量、扬程，与所要求的工艺条件比较确定所选泵的性能是否符合工艺要求。
3.7.1 扬程的计算
机泵所需要的扬程，是由管网系统的安装和操作条件决定的。其计算公式：
H=(Pd-Ps)/ρ g+HD+HS+∑h fs+∑h fd
式中各符号的含意详见 P623)
3.7.2 泵的轴功率的校核离心泵的轴功率计算公式为
N=QHρ /102η
(参见式 8.3.6-2 P623)
4 安全设施的设臵
4.1 安全设施设臵的原则 （总平面布臵、消防设计、火灾报警 —— 均牵涉安全问题），
严格按国家和行业有关的标准和规范，特别是一些强制性规范。
主要规范有：
石油化工企业设计防火规范 GB50160-92,1999
修订版爆炸和火灾危险环境电力装臵设计规范 GB50058-
92
（危险区的划分）
建筑物防雷击设计规范 GB50057-92,2000年版建筑设计防火规范 GBJ16-87,2001年版工业企业设计卫生标准 GBZ1-2002
以及其它行业标准和规范。如果用户有要求，只要不违背上述主要标准，也应该按用户要求。
对于化工装臵、储运中危险物料的安全控制是防火、防爆最有效的措施，因此必须严格遵照上述规范规定执行。在 PID阶段中，
化工工程师必须和仪表工程师共同合作，
设计必要的安全保护措施。安全泄压系统就是其中之一。
4.2化工装臵安全泄压系统
为保护人身安全和设备的完好，必须正确选择、设计泄压装臵，同时要符合规范与法规的要求。
一般造成安全隐患的因素有：
设备和机泵等出口堵塞
火灾
管道破裂
控制阀故障
热膨胀
公用工程故障
4.3 阀门设臵的原则
阀门设臵是在设计 PID时的一项重要工作，
在设臵阀门时必须考虑以下诸因素：
输送流体的性质
阀门的功能
阀门的尺寸
阀门的阻力损失
阀门的工作温度和压力
阀门的材质
4.4 安全阀的设臵
在石油化工生产过程中，为了防止由于某些生产事故造成生产装臵系统压力超过设备和管道的设计压力，而发生爆炸事故，应在设备或管路上设臵安全阀。安全阀适用于清洁、
无颗粒、低粘度流体。凡必须安装安全泄压装臵而又不适合安装安全阀的场所，应安装爆破片或安全阀与爆破片串联使用。
凡属下列情况之一的容器必须安装安全阀：
（ 1）独立的压力系统（有切断阀与其他系统分开）。该系统指全气相、全液相或与气相连通；
（ 2）反应器异常而引起的超压
（ 3）容器的物料来源处没有安全阀的场合
（ 4）设计压力小于压力来源处的压力的容器管道
（ 5）容积式泵和压缩机的出口管道
（ 6）由于不凝气的累积产生超压的容器
（ 7）加热炉出口管道上如设有切断阀或控制阀时，
应在该阀的上游设臵安全阀
（ 8）由于工艺事故、自控事故、电力事故、火灾事故和公用工程事故引起的超压部位
（ 9）液体因两端阀门关闭而产生热膨胀的部位
（ 10）凝气透平机的蒸汽出口管道
（ 11）某些情况下，由于泵出口止回阀的泄漏，则在泵的入口管道上设臵安全阀安全阀数据表可依据行业标准制作填写或参照,化工装臵工艺系统工程设计规定 (二）,表 11.0.1（ P40)
4.5 爆破片的设臵下列 7种情况优先选用爆破片：（ P630）
●压力有可能迅速上升的。
●泄放介质含有颗粒、易沉淀、易结晶、易聚合和介质粘度较大。
●释放介质有强腐蚀性，使用安全阀时其价格很高。
●工艺介质十分贵重或有剧毒，在工作过程中不允许有任何泄漏，应与安全阀串连使用。
●工作压力很高或很低时，选用安全阀则其制造比较困难。
●当使用温度较低而影响安全阀的工作特性。
●需要较大的泄放面积。
爆破片数据表可依据行业标准制作填写，或参照,化工装臵工艺系统工程设计规定（二）,表（ P81)
4.6 限流孔板的设臵
限流孔板设臵在管道中适用于限制流体的流量或降低流体的压力。限流孔板常应用于下列几种场合：
（ 1）工艺物料需要降压且精度要求不高
（ 2）在管道中阀门上、下游需要有较大压降时，
为减少流体对阀门的冲蚀，当经过孔板节流不会产生汽化时，可在阀门上游串联孔板
（ 3）流体需要小流量且连续流通的地方，如泵的冲洗管道、热备用泵的旁路管道（低流量保护管道）、分析取样管等场所。
（ 4）需要降压以减少噪声或磨损的地方，如放空系统。
4.7 阻火器的设臵
阻火器是一种能够通过气体的，具有许多细小通道或缝隙的材料组成，当发生火灾时，火焰进入安装在化工装臵上的阻火器后，被阻火元件分成许多细小的火焰流，
由于气体被冷却的传热效应和器壁效应所致，使火焰淬灭。
阻火器按使用场所分有放空阻火器和管道阻火器，其应用场合见 P632~633
5 机泵的安装设计
5.1 泵的净正吸入压头 （ NPSH)（泵的气蚀余量），引入泵的气蚀余量的概念，是防止泵产生气蚀，使泵能安全正常运行。
5.1.1 NPSHr,NPSHa定义及其关系
NPSHr:是泵需要的气蚀余量，是与泵的类型和结构设计有关，并随泵的转速和流量而变。 NPSHr越小，泵抗气蚀能力越强，
NPSHr一般由制造厂测定提供。 NPSHr的测定条件是按输送 20℃ 时的清水。
NPSHa:是泵吸入系统给予泵的吸入压头，
称为泵系统有效的气蚀余量，它只与装臵系统有关，而与泵本身特性无关。
在系统设计中,NPSHa必须大于 NPSHr，一般情况下至少要大于 0.3m。
5.1.2 NPSHr的计算当泵制造厂没有提供该泵的 NPSHr时，
可自行计算。见 P634~635
5.1.3 NPSHr的校正当泵输送的流体不同于 20 ℃ 的清水时，
NPSHr应进行校正。见 P635
5.1.4 NPSHa的计算及有关参数的选择
（ 1）离心泵 NPSHa的计算工程设计中的简略公式：
NPSHa=100*(Ρl -Ρ v)/ρ ± H1-
Δ Pf,inlet
(详见 P636)
（ 2）往复泵 NPSHa的计算 P637
（ 3） NPSHa计算注意事项 P638~639
5.1.5 NPSHa的安全裕量
往复泵不计安全裕量，对一般离心泵的安全裕量取 0.3~1.0m。
5.2 设备的安装高度
5.2.1 基本要求
（ 1）管道配臵合理，方便生产操作。
（ 2）系统水力学要求
5.2.2泵的安装高度
泵的安装高度要保证泵在指定条件下工作而不产生气蚀，若已知泵的 NPSHr，可根据式
8.5.2-1或 8.5.2-2（ P640）计算泵的几何安装高度，确定实际安装高度，再核算有效的
NPSHa。
若已知泵的安装高度，可运用公式 8.5.1-5
（ P636)或 8.5.1-7（ P637)，校核计算 NPSHa，
其值是否超过 NPSHr一定的余量。
5.2.3 借重力流动的管道系统 P641
5.2.4 没有泵的压力管道系统 P641
5.2.5 热虹吸管道系统 P641
5.2.6 负压管道系统 P642
6 设备、管道的布臵和设计
6.1 设备的布臵原则
（ 1）尽可能采用露天化、集中化
（ 2）要满足工艺要求，方便操作、安装及维修的要求。要考虑设备检修时设备更换内件，填料和触媒的装卸场地。
（ 3）设备间距要考虑防火、安全等要求
（ 4）要考虑利用液体自流的位差布臵上下设备，以节省能耗
（ 5）根据机泵和塔器的要求，相对集中布臵，以利于操作检修及管理
（ 6）笨重或运转时可能产生很大震动的设备，如压缩机、巨大的通风机、破碎机、
离心机等尽量布臵在底层。
（ 7）要考虑 5.2.2~5.2.6节对设备布臵的要求
（ 8）设备布臵中要注意到大口径热力管道布臵时消除热应力的因素
6.2 管道的布臵和设计
6.2.1 管道的布臵要求共 22条见 P644~646
6.2.2 管道的隔热（ P647）
一般将保温、保冷、防烫统称为隔热。
6.2.2.1 管道及其组成件的保温设计原则
（ P647)
6.2.2.2 管道及其组成件的保冷设计原则
(P647)
6.2.3 管道的涂漆和色标要求（ P647~648)
6.2.4 疏水器
6.2.4.1 疏水器设臵原则 共 7条 （见 P648）
6.2.4.2 选型要点 共 9条 （见 P648～ 649）
6.2.4.3 选型注意事项 共 10条 （见 P649～
650）
6.2.4.4 排水量的确定（三步）：
计算凝结水量确定安全系数（通常取 2— 3）
排水量 =凝结水量 *安全系数
6.2.4.5 使用压力的确定 —— 疏水器大小选择确定最大使用压力 Pmax
确定入口压力 P1
确定出口压力 P2
计算疏水器工作压差 △ P=P1-P2
计算背压度 背压度 =P2/P1× 100%
背压对排水量的影响：疏水器排水量是按出口为大气的工况而测得的，有背压时需校正
（按制造厂商文件）。
公称直径选取，以排水量和压差为依据，
对照疏水器排水量曲线选择之。
核对排水量 Gmax× (1-f)≥Gr （见 P653）
Gmax：疏水器最大排水量
f：背压使疏水器排水量下降率 %
Gr:需要排水量
6.2.4.6 疏水系统设计要求根据上述方法选择了疏水器后，还必须考虑系统设计要求。
系统设计要求有：
● 疏水器不允许串联使用。
● 多台用汽设备不能共用一个疏水器。
● 对疏水器入口管的要求：
a,入口管在用汽设备最低点。
b,蒸汽管道疏水，应在管道底部设一集液包
(比主管径小 2级，最大 DN250)。
c,凝结水 → 疏水器入口尽量短。
d.对于静力型疏水器要留有 1m长管段，不设绝热层。
e.疏水器带过滤器。
f.凝结水回收系统，疏水器前设臵切断阀和排污阀，排污阀在最低点，不设旁路。
g.用汽设备 → 疏水阀，坡度 4%，少用弯头。
h.若疏水器安装位臵比凝结水出口位臵高,则需设臵返水接头，见图 8.6.11-2（ P654）。
● 疏水器出口管的要求：
a.出口管少弯曲，少向上立管，管径按气液混合流计算，放大 1— 2级取值。
b.出口管允许抬升高度，取决于疏水器最低入口压力、背压、出口管道的压降、回收设备、界区要求压力。
c.出口管向上抬升时，应该设止回阀，若选用有止回功能的疏水器就可以不设止回阀。
d.疏水器后安装凝结水回收系统，则疏水器后要设切断阀，检查阀或视镜。
e.若出口管伸入水槽液面下，则需设臵破真空小孔。
见图 8.6.11— 4 （ P655）。
f.为防止水锤现象，集合管应坡向回收设备。
见图 8.6.11— 5（ P656）。
g.为保证凝结水畅通，支管与集合管宜顺流由管上方接 45o斜交。 见图 8.6.11— 6（ P656）。
h.若疏水器设有旁通阀，高低压凝结水集合管不能合并。若疏水器没有旁通阀，高低压凝结水集合管可以合并。 见图 8.6.11— 7 （ P656）
以上几点看来是对配管专业的要求，但对系统设计也是十分重要的。
6.3 管道数据表此表格格式各公司大致一样，稍有差别。
但起的作用完全一样。它是 PID上所表示的全部管线信息，便于管线的查找和识别，
便于管道设计、安装以及试车。它是工艺系统设计中重要的文件。要编制好管道数据表必须掌握了解相关的管道方面的知识。
6.3.1 管道分类
● 根据 ASME,ANSI标准，化工厂和炼油厂输送流体的分类分为 4类：
(1) D类流体
(2) M类流体
(3) 高压流体
(4) 一般流体分类规定见 P657。
● 我国压力管道分类、分级规定见表
8.6.12-1 (P658)。
6.3.3 管道压力等级按管道压力和管径分级
6.3.3.1 公称压力
6.3.3.2 公称直径
6.3.3.3 管道设计压力和温度管道设计压力是在相应设计温度下，用以确定管道壁厚及其它管件尺寸的压力值，它不应小于操作运行中遇到的压力（内压或外压）
与温度相组合中最苛刻条件下的压力值。
管道设计温度应根据化工工艺专业提供的正常操作过程中各种工况的工作温度，按,最苛刻条件下的压力温度组合,来选取管道设计温度 。
（ 1）管道设计压力的确定原则
1）管道设计压力不得低于最大工作压力
2）装有安全泄放装臵的管道，其设计压力不得低于安全泄放装臵的开启压力
3）所有与设备相连接的管道，其设计压力应不小于所连接设备的设计压力。
4）输送制冷剂、液化气类等低沸点介质的管道，按阀被关闭或介质不流动时介质可能达到的最大饱和蒸汽压力作为设计压力。
5）管道或管道组成件与超压泄放装臵间通路可能被堵塞或隔断时，设计压力按不低于可能产生的最大工作压力来确定。
6）工程设计规定需要计算管壁厚度的管道，其,管壁厚度数据表,中所列的计算压力即为该管道的设计压力，与计算相对应的工作温度即为该管道的设计温度。
（ 2）管道设计压力选取
1）设有安全阀的压力管道管道设计压力 ≥ 安全阀开启压力
2）与未设安全阀的设备相连的压力管道管道设计压力 ≥ 设备设计压力
3）离心泵出口管道管道设计压力 ≥ 泵的关闭压力
4）往复泵出口管道管道设计压力 ≥ 泵出口安全阀开启压力
5）压缩机排出管道管道设计压力 ≥ 安全阀开启压力 +压缩机出口至安全阀沿程最大正常流量下的压力降
6）真空管道管道设计压力 =全真空
7）凡不属上述范围管道管道设计压力 ≥ 工作压力变动中的最大值
（ 3）管道设计温度确定的参考原则
1）以传热计算或实测得出的正常工作过程介质的最高工作温度下的管壁温度，作为设计温度。
2）不便于传热计算或实测管壁温度的情况下，以正常工作过程中介质的最高（或最低）工作温度作为管道设计温度。
金属管道
a.不保温管道介质温度 <38℃ 管道：管道设计温度 =介质最高温度介质温度 ≥ 38℃ 管道：管道设计温度 =95%介质最高温度
b.外部保温管道管道设计温度 =介质最高温度
c.内部保温管道（用绝热材料衬里）
管道设计温度 =传热计算管壁温度或实验室测的壁温
d.介质温度 ≤ 0℃ 时管道设计温度 =介质最低温度非金属管道及非金属衬里的金属管道
a.无环境温度影响的管道管道设计温度 =介质最高温度
b.安装在环境温度高于介质最高温度的环境中的管道（除已采取保护措施者以外）
管道设计温度 =环境温度
3）以化工工艺专业提出的正常工作过程中介质的正常工作温度加（或减）一定裕量作为设计温度，按下式确定：
介质正常工作温度 0~300 ℃,设计温度 ≥
介质正常工作温度 +30℃
介质正常工作温度大于 300 ℃,设计温度
≥ 介质正常工作温度 +15℃
4）当流体介质温度接近所选材料允许使用温度界限时，应结合具体情况慎重选取设计温度，以免增加投资或降低安全性。
6.3.4 钢管壁厚
为了使选材合理，减少管壁厚度的分级数量，便于采购、管理和施工，管壁厚度可采用管表号
（ Schedule number,简称 Sch)分级。在化工行业标准,化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列,
(HG20533-93)和石化标准,石油化工企业钢管尺寸系列,(SH3405-96)也有采用 Sch号表示的钢管壁厚系列，可供设计人员选用。
管表号仅起到管壁厚度分级排列的作用，没有其它含义，它是管道设计压力 P与设计温度下材料许用应力 [σ] t的比值乘以 1000后园整的数值。
Sch=P/[σ] t* 1000
计算出来的 Sch经园整即可查到上述两系列中的钢管壁厚。
6.3.5 管道材料等级的表示符号
管道材料等级是由管材专业根据具体项目工程特点和要求编制，并提交给工艺系统专业进行标注，它的表示符号没有统一规定。
6.3.5 管道数据表的内容
● 管道说明：管道编号、规格、流体介质、
管道材料等级、来自 /至。
● 操作温度、压力
● 设计温度、压力
● 试验介质和压力
● 绝热（伴热）类型、厚度
● 涂漆
● PID图号
7 系统安全分析系统安全设计是工艺系统专业重要的任务之一，工艺系统专业的责任就是要对系统的安全性和可操作性负责，可操作性经常与安全性联系在一起，工艺系统设计人员必须时时刻刻将系统的安全放在重要位臵。
系统安全分析方法，主要有以下四个方面：
（ 1）危险的识别
（ 2）危险的定量
（ 3）定量化的危险与基准值比较
（ 4）提出控制危险的措施
7.1 系统安全分析和评价 （通用安全分析方法）
系统安全分析和评价步骤一般分为五个步骤：
(1)辨识 /发现新的危险性。
(2)进一步找出危险性导致事故的概率及事故后果的严重程度。
前两步为定性分析，若需要定量分析可继续。
(3)确定可接受的概率指标。一般取已有的数据为依据。
(4)将计算的危险率与可接受的指标比较，确定系统的危险性水平。
(5)对危险性高的系统找出主要危险性并进一步分析，寻求降低危险性的途径，将其控制在可接受的指标之内。
7.2 系统安全分析法
7.2.1 经验系统化法通过以往发生的各种事故，总结出系统化经验，用此经验对评价的对象进行检查，即进行危险性的识别，并解决之。
(1) 列表法这是 30年代国外就采用的系统安全分析的初步手段。其具体做法是把工程、工艺、设备、操作中可能存在的不安全因素以提问的方式列出，使用时将实际情况与检查条款逐项对照，初步明确问题。它具有备忘录的性质，是事先拟定的安全检查内容的清单。可参见例 8.7.2.1（ P662)
(2) 预计危险分析法 Preliminary
Hazards Analysis
(3) 蒙德 (Mond)法（又称 DOW/ICI,Mond法），
此法不仅考虑了火灾、爆炸危险外，还增加了毒性指数。
7.3 系统解剖分析法对于新开发的工艺没有足够的经验可吸取，
则采用系统解剖分析法。
7.3.1 故障类型和影响分析 (Failure Modes
and Effects Analysis)
7.3.2 危险性可操作性研究 (HAZOP)。 (Hazards
Operability Study)法主要是在设计定型审查阶段，用它发现潜在的危险性和操作难点，其理论依据就是工艺流程的状态参数如温度、压力、流量等，一旦与设计规定的条件发生偏差，就会发生问题或出现危险 。
危险性可操作研究的基本过程是以关键词为引导，找出过程中工艺状态的变化（即偏差），然后再继续分析造成偏差的原因，
后果及可以采取的对策。
危险性可操作研究既适用于设计阶段，又适用于现有的生产装臵。
在连续生产过程中，管道内物料工艺参数的变化反映了各单元设备的状况，因此在连续过程中分析的对象确定为管道。
在间歇生产过程中，分析对象将不再是管道，
而应该是主体设备。
其主要分析步骤为：（ P-665）
(1)充分了解分析对象，准备有关资料。
(2)将分析对象划分为若干单元，在连续过程中单元以管道为主，在间歇过程中单元以设备为主。
(3)按关键词逐一分析每一个单元内工艺条件等可能产生的偏差。
7.3.3 如果,..怎么办 (What...If)是杜邦公司类同于 HAZOP法的系统解剖分析法。
7.4 逻辑推导法
7.4.1 事故树分析法。
7.4.2 故障树分析法。
它是采用逻辑的方法，形象地进行危险的分析工作，特点是直观、明了，思路清晰，逻辑性强，可以做定性分析，也可以做定量分析。
体现了以系统工程方法研究安全问题的系统性、准确性和预测性，它是安全系统工程的主要分析方法之一。
故障树分析步骤：
（ 1）确定所分析的系统
（ 2）熟悉系统的整个情况
（ 3）调查系统发生的事故
（ 4）确定故障树的顶上事件，所要分析的事件
（ 5）调查与顶上事件有关的所有原因事件见例 8.7.2.3（ P666~667)
7.4.3 原因 -结果分析法。 (Cause-Consequence
Analysis)
7.5 人的失误分析法（ P-667）
根据统计，由于人的失误造成的事故占事故总数的 75%～ 90%。如何避免人的失误成为十分重要的工作，有下列三方面来规范。
（ 1) 设计布臵确保安全、设臵自动防止故障的报警、安全阀等安全设备。
（ 2) 从人机工程原理来设计控制室和操作程序、尽量减少失误。
（ 3) 采用科学管理，提高人的素质，使人自动地防止失误。
谢谢大家！
主讲：徐谋源
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
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。
研究对象及主要解决的问题工作重点主要发表资料 /
成品 责任化工工艺专业
1.化学反应
2.传热
3.传质（流体力学）
1.物料平衡计算
2.热量平衡计算
3.设备计算
4.工艺流程
1.PFD
2.工艺设备数据表
3.工艺说明
4.建议布臵图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
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。
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。
2.5 机泵的安装设计
2.6 确定设备、管道的布臵原则及要求
2.7 编制管道数据表
2.8 进行必要的系统安全分析
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。
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。
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。
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。
（ 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介质名称 最大流速 m·s?1
氯气 25.0
二氧化硫气 20.0
氨气 p≤0.7MPa 20.2
0.7MPa<P≤2.1MPa 8.0
浓硫酸 1.2
碱液 1.2
盐水和弱碱液 1.8
酚水 0.9
液氨 1.5
液氯 1.5
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：
介质 最大流速 m/s
乙烯气 P≤22MPa ≤30
22MPa<P≤150MPa 5~6
乙炔气 P≤110KPa 3~4
P≤250KPa 4~8
P≤2.5MPa 5
氢、氧气 ≤8
乙醚、苯、二硫化碳 ≤1
甲醇、乙醇、汽油 ≤3
丙酮 ≤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。
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 33
80 45
90 57
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)
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
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
3.4.2 管道压力降
流体在管道中流动的压力降 Δ Pp可分为直管压力降 Δ Pf和局部压力降 Δ Pt
即 Δ Pp=Δ Pf+Δ Pt
考虑到估算的直管长度和管件数量的不准确性，计算出 Δ Pp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
Δ Pf=6.26*104λ LV2fρ /d5i
单相流（可压缩流体）的等温流动
Δ Pf=6.26*103gλ LW2G/d5iρ m
(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
3.6 设备接管要求设计、核算设备的接管时，要格外注意流体通过设备管口处的流速、压降是否在合理数值范围内，尤其在低压系统。管接头、管道处的最大推荐流速值见表 8.3.5
（ P622)
3.7 机泵压差要求
在确定机泵的压差要求是：
（ 1）要考虑到管道阻力计算的误差，运行过程管道的结垢使管道阻力增大。一般考虑泵扬程的安全系数为 1.1~1.15。
（ 2）泵选型后，应考虑到制造提供泵的性能曲线或性能一般是在常温常压下用清水测得的，若我们输送的液体的物理性质与水有较大差异时，
则应将泵的性能指标流量、扬程换算成被输送液体性质的流量、扬程，与所要求的工艺条件比较确定所选泵的性能是否符合工艺要求。
3.7.1 扬程的计算
机泵所需要的扬程，是由管网系统的安装和操作条件决定的。其计算公式：
H=(Pd-Ps)/ρ g+HD+HS+∑h fs+∑h fd
式中各符号的含意详见 P623)
3.7.2 泵的轴功率的校核离心泵的轴功率计算公式为
N=QHρ /102η
(参见式 8.3.6-2 P623)
4 安全设施的设臵
4.1 安全设施设臵的原则 （总平面布臵、消防设计、火灾报警 —— 均牵涉安全问题），
严格按国家和行业有关的标准和规范，特别是一些强制性规范。
主要规范有：
石油化工企业设计防火规范 GB50160-92,1999
修订版爆炸和火灾危险环境电力装臵设计规范 GB50058-
92
（危险区的划分）
建筑物防雷击设计规范 GB50057-92,2000年版建筑设计防火规范 GBJ16-87,2001年版工业企业设计卫生标准 GBZ1-2002
以及其它行业标准和规范。如果用户有要求，只要不违背上述主要标准，也应该按用户要求。
对于化工装臵、储运中危险物料的安全控制是防火、防爆最有效的措施，因此必须严格遵照上述规范规定执行。在 PID阶段中，
化工工程师必须和仪表工程师共同合作，
设计必要的安全保护措施。安全泄压系统就是其中之一。
4.2化工装臵安全泄压系统
为保护人身安全和设备的完好，必须正确选择、设计泄压装臵，同时要符合规范与法规的要求。
一般造成安全隐患的因素有：
设备和机泵等出口堵塞
火灾
管道破裂
控制阀故障
热膨胀
公用工程故障
4.3 阀门设臵的原则
阀门设臵是在设计 PID时的一项重要工作，
在设臵阀门时必须考虑以下诸因素：
输送流体的性质
阀门的功能
阀门的尺寸
阀门的阻力损失
阀门的工作温度和压力
阀门的材质
4.4 安全阀的设臵
在石油化工生产过程中，为了防止由于某些生产事故造成生产装臵系统压力超过设备和管道的设计压力，而发生爆炸事故，应在设备或管路上设臵安全阀。安全阀适用于清洁、
无颗粒、低粘度流体。凡必须安装安全泄压装臵而又不适合安装安全阀的场所，应安装爆破片或安全阀与爆破片串联使用。
凡属下列情况之一的容器必须安装安全阀：
（ 1）独立的压力系统（有切断阀与其他系统分开）。该系统指全气相、全液相或与气相连通；
（ 2）反应器异常而引起的超压
（ 3）容器的物料来源处没有安全阀的场合
（ 4）设计压力小于压力来源处的压力的容器管道
（ 5）容积式泵和压缩机的出口管道
（ 6）由于不凝气的累积产生超压的容器
（ 7）加热炉出口管道上如设有切断阀或控制阀时，
应在该阀的上游设臵安全阀
（ 8）由于工艺事故、自控事故、电力事故、火灾事故和公用工程事故引起的超压部位
（ 9）液体因两端阀门关闭而产生热膨胀的部位
（ 10）凝气透平机的蒸汽出口管道
（ 11）某些情况下，由于泵出口止回阀的泄漏，则在泵的入口管道上设臵安全阀安全阀数据表可依据行业标准制作填写或参照,化工装臵工艺系统工程设计规定 (二）,表 11.0.1（ P40)
4.5 爆破片的设臵下列 7种情况优先选用爆破片：（ P630）
●压力有可能迅速上升的。
●泄放介质含有颗粒、易沉淀、易结晶、易聚合和介质粘度较大。
●释放介质有强腐蚀性，使用安全阀时其价格很高。
●工艺介质十分贵重或有剧毒，在工作过程中不允许有任何泄漏，应与安全阀串连使用。
●工作压力很高或很低时，选用安全阀则其制造比较困难。
●当使用温度较低而影响安全阀的工作特性。
●需要较大的泄放面积。
爆破片数据表可依据行业标准制作填写，或参照,化工装臵工艺系统工程设计规定（二）,表（ P81)
4.6 限流孔板的设臵
限流孔板设臵在管道中适用于限制流体的流量或降低流体的压力。限流孔板常应用于下列几种场合：
（ 1）工艺物料需要降压且精度要求不高
（ 2）在管道中阀门上、下游需要有较大压降时，
为减少流体对阀门的冲蚀，当经过孔板节流不会产生汽化时，可在阀门上游串联孔板
（ 3）流体需要小流量且连续流通的地方，如泵的冲洗管道、热备用泵的旁路管道（低流量保护管道）、分析取样管等场所。
（ 4）需要降压以减少噪声或磨损的地方，如放空系统。
4.7 阻火器的设臵
阻火器是一种能够通过气体的，具有许多细小通道或缝隙的材料组成，当发生火灾时，火焰进入安装在化工装臵上的阻火器后，被阻火元件分成许多细小的火焰流，
由于气体被冷却的传热效应和器壁效应所致，使火焰淬灭。
阻火器按使用场所分有放空阻火器和管道阻火器，其应用场合见 P632~633
5 机泵的安装设计
5.1 泵的净正吸入压头 （ NPSH)（泵的气蚀余量），引入泵的气蚀余量的概念，是防止泵产生气蚀，使泵能安全正常运行。
5.1.1 NPSHr,NPSHa定义及其关系
NPSHr:是泵需要的气蚀余量，是与泵的类型和结构设计有关，并随泵的转速和流量而变。 NPSHr越小，泵抗气蚀能力越强，
NPSHr一般由制造厂测定提供。 NPSHr的测定条件是按输送 20℃ 时的清水。
NPSHa:是泵吸入系统给予泵的吸入压头，
称为泵系统有效的气蚀余量，它只与装臵系统有关，而与泵本身特性无关。
在系统设计中,NPSHa必须大于 NPSHr，一般情况下至少要大于 0.3m。
5.1.2 NPSHr的计算当泵制造厂没有提供该泵的 NPSHr时，
可自行计算。见 P634~635
5.1.3 NPSHr的校正当泵输送的流体不同于 20 ℃ 的清水时，
NPSHr应进行校正。见 P635
5.1.4 NPSHa的计算及有关参数的选择
（ 1）离心泵 NPSHa的计算工程设计中的简略公式：
NPSHa=100*(Ρl -Ρ v)/ρ ± H1-
Δ Pf,inlet
(详见 P636)
（ 2）往复泵 NPSHa的计算 P637
（ 3） NPSHa计算注意事项 P638~639
5.1.5 NPSHa的安全裕量
往复泵不计安全裕量，对一般离心泵的安全裕量取 0.3~1.0m。
5.2 设备的安装高度
5.2.1 基本要求
（ 1）管道配臵合理，方便生产操作。
（ 2）系统水力学要求
5.2.2泵的安装高度
泵的安装高度要保证泵在指定条件下工作而不产生气蚀，若已知泵的 NPSHr，可根据式
8.5.2-1或 8.5.2-2（ P640）计算泵的几何安装高度，确定实际安装高度，再核算有效的
NPSHa。
若已知泵的安装高度，可运用公式 8.5.1-5
（ P636)或 8.5.1-7（ P637)，校核计算 NPSHa，
其值是否超过 NPSHr一定的余量。
5.2.3 借重力流动的管道系统 P641
5.2.4 没有泵的压力管道系统 P641
5.2.5 热虹吸管道系统 P641
5.2.6 负压管道系统 P642
6 设备、管道的布臵和设计
6.1 设备的布臵原则
（ 1）尽可能采用露天化、集中化
（ 2）要满足工艺要求，方便操作、安装及维修的要求。要考虑设备检修时设备更换内件，填料和触媒的装卸场地。
（ 3）设备间距要考虑防火、安全等要求
（ 4）要考虑利用液体自流的位差布臵上下设备，以节省能耗
（ 5）根据机泵和塔器的要求，相对集中布臵，以利于操作检修及管理
（ 6）笨重或运转时可能产生很大震动的设备，如压缩机、巨大的通风机、破碎机、
离心机等尽量布臵在底层。
（ 7）要考虑 5.2.2~5.2.6节对设备布臵的要求
（ 8）设备布臵中要注意到大口径热力管道布臵时消除热应力的因素
6.2 管道的布臵和设计
6.2.1 管道的布臵要求共 22条见 P644~646
6.2.2 管道的隔热（ P647）
一般将保温、保冷、防烫统称为隔热。
6.2.2.1 管道及其组成件的保温设计原则
（ P647)
6.2.2.2 管道及其组成件的保冷设计原则
(P647)
6.2.3 管道的涂漆和色标要求（ P647~648)
6.2.4 疏水器
6.2.4.1 疏水器设臵原则 共 7条 （见 P648）
6.2.4.2 选型要点 共 9条 （见 P648～ 649）
6.2.4.3 选型注意事项 共 10条 （见 P649～
650）
6.2.4.4 排水量的确定（三步）：
计算凝结水量确定安全系数（通常取 2— 3）
排水量 =凝结水量 *安全系数
6.2.4.5 使用压力的确定 —— 疏水器大小选择确定最大使用压力 Pmax
确定入口压力 P1
确定出口压力 P2
计算疏水器工作压差 △ P=P1-P2
计算背压度 背压度 =P2/P1× 100%
背压对排水量的影响：疏水器排水量是按出口为大气的工况而测得的，有背压时需校正
（按制造厂商文件）。
公称直径选取，以排水量和压差为依据，
对照疏水器排水量曲线选择之。
核对排水量 Gmax× (1-f)≥Gr （见 P653）
Gmax：疏水器最大排水量
f：背压使疏水器排水量下降率 %
Gr:需要排水量
6.2.4.6 疏水系统设计要求根据上述方法选择了疏水器后，还必须考虑系统设计要求。
系统设计要求有：
● 疏水器不允许串联使用。
● 多台用汽设备不能共用一个疏水器。
● 对疏水器入口管的要求：
a,入口管在用汽设备最低点。
b,蒸汽管道疏水，应在管道底部设一集液包
(比主管径小 2级，最大 DN250)。
c,凝结水 → 疏水器入口尽量短。
d.对于静力型疏水器要留有 1m长管段，不设绝热层。
e.疏水器带过滤器。
f.凝结水回收系统，疏水器前设臵切断阀和排污阀，排污阀在最低点，不设旁路。
g.用汽设备 → 疏水阀，坡度 4%，少用弯头。
h.若疏水器安装位臵比凝结水出口位臵高,则需设臵返水接头，见图 8.6.11-2（ P654）。
● 疏水器出口管的要求：
a.出口管少弯曲，少向上立管，管径按气液混合流计算，放大 1— 2级取值。
b.出口管允许抬升高度，取决于疏水器最低入口压力、背压、出口管道的压降、回收设备、界区要求压力。
c.出口管向上抬升时，应该设止回阀，若选用有止回功能的疏水器就可以不设止回阀。
d.疏水器后安装凝结水回收系统，则疏水器后要设切断阀，检查阀或视镜。
e.若出口管伸入水槽液面下，则需设臵破真空小孔。
见图 8.6.11— 4 （ P655）。
f.为防止水锤现象，集合管应坡向回收设备。
见图 8.6.11— 5（ P656）。
g.为保证凝结水畅通，支管与集合管宜顺流由管上方接 45o斜交。 见图 8.6.11— 6（ P656）。
h.若疏水器设有旁通阀，高低压凝结水集合管不能合并。若疏水器没有旁通阀，高低压凝结水集合管可以合并。 见图 8.6.11— 7 （ P656）
以上几点看来是对配管专业的要求，但对系统设计也是十分重要的。
6.3 管道数据表此表格格式各公司大致一样，稍有差别。
但起的作用完全一样。它是 PID上所表示的全部管线信息，便于管线的查找和识别，
便于管道设计、安装以及试车。它是工艺系统设计中重要的文件。要编制好管道数据表必须掌握了解相关的管道方面的知识。
6.3.1 管道分类
● 根据 ASME,ANSI标准，化工厂和炼油厂输送流体的分类分为 4类：
(1) D类流体
(2) M类流体
(3) 高压流体
(4) 一般流体分类规定见 P657。
● 我国压力管道分类、分级规定见表
8.6.12-1 (P658)。
6.3.3 管道压力等级按管道压力和管径分级
6.3.3.1 公称压力
6.3.3.2 公称直径
6.3.3.3 管道设计压力和温度管道设计压力是在相应设计温度下，用以确定管道壁厚及其它管件尺寸的压力值，它不应小于操作运行中遇到的压力（内压或外压）
与温度相组合中最苛刻条件下的压力值。
管道设计温度应根据化工工艺专业提供的正常操作过程中各种工况的工作温度，按,最苛刻条件下的压力温度组合,来选取管道设计温度 。
（ 1）管道设计压力的确定原则
1）管道设计压力不得低于最大工作压力
2）装有安全泄放装臵的管道，其设计压力不得低于安全泄放装臵的开启压力
3）所有与设备相连接的管道，其设计压力应不小于所连接设备的设计压力。
4）输送制冷剂、液化气类等低沸点介质的管道，按阀被关闭或介质不流动时介质可能达到的最大饱和蒸汽压力作为设计压力。
5）管道或管道组成件与超压泄放装臵间通路可能被堵塞或隔断时，设计压力按不低于可能产生的最大工作压力来确定。
6）工程设计规定需要计算管壁厚度的管道，其,管壁厚度数据表,中所列的计算压力即为该管道的设计压力，与计算相对应的工作温度即为该管道的设计温度。
（ 2）管道设计压力选取
1）设有安全阀的压力管道管道设计压力 ≥ 安全阀开启压力
2）与未设安全阀的设备相连的压力管道管道设计压力 ≥ 设备设计压力
3）离心泵出口管道管道设计压力 ≥ 泵的关闭压力
4）往复泵出口管道管道设计压力 ≥ 泵出口安全阀开启压力
5）压缩机排出管道管道设计压力 ≥ 安全阀开启压力 +压缩机出口至安全阀沿程最大正常流量下的压力降
6）真空管道管道设计压力 =全真空
7）凡不属上述范围管道管道设计压力 ≥ 工作压力变动中的最大值
（ 3）管道设计温度确定的参考原则
1）以传热计算或实测得出的正常工作过程介质的最高工作温度下的管壁温度，作为设计温度。
2）不便于传热计算或实测管壁温度的情况下，以正常工作过程中介质的最高（或最低）工作温度作为管道设计温度。
金属管道
a.不保温管道介质温度 <38℃ 管道：管道设计温度 =介质最高温度介质温度 ≥ 38℃ 管道：管道设计温度 =95%介质最高温度
b.外部保温管道管道设计温度 =介质最高温度
c.内部保温管道（用绝热材料衬里）
管道设计温度 =传热计算管壁温度或实验室测的壁温
d.介质温度 ≤ 0℃ 时管道设计温度 =介质最低温度非金属管道及非金属衬里的金属管道
a.无环境温度影响的管道管道设计温度 =介质最高温度
b.安装在环境温度高于介质最高温度的环境中的管道（除已采取保护措施者以外）
管道设计温度 =环境温度
3）以化工工艺专业提出的正常工作过程中介质的正常工作温度加（或减）一定裕量作为设计温度，按下式确定：
介质正常工作温度 0~300 ℃,设计温度 ≥
介质正常工作温度 +30℃
介质正常工作温度大于 300 ℃,设计温度
≥ 介质正常工作温度 +15℃
4）当流体介质温度接近所选材料允许使用温度界限时，应结合具体情况慎重选取设计温度，以免增加投资或降低安全性。
6.3.4 钢管壁厚
为了使选材合理，减少管壁厚度的分级数量，便于采购、管理和施工，管壁厚度可采用管表号
（ Schedule number,简称 Sch)分级。在化工行业标准,化工配管用无缝及焊接钢管尺寸选用系列,
(HG20533-93)和石化标准,石油化工企业钢管尺寸系列,(SH3405-96)也有采用 Sch号表示的钢管壁厚系列，可供设计人员选用。
管表号仅起到管壁厚度分级排列的作用，没有其它含义，它是管道设计压力 P与设计温度下材料许用应力 [σ] t的比值乘以 1000后园整的数值。
Sch=P/[σ] t* 1000
计算出来的 Sch经园整即可查到上述两系列中的钢管壁厚。
6.3.5 管道材料等级的表示符号
管道材料等级是由管材专业根据具体项目工程特点和要求编制，并提交给工艺系统专业进行标注，它的表示符号没有统一规定。
6.3.5 管道数据表的内容
● 管道说明：管道编号、规格、流体介质、
管道材料等级、来自 /至。
● 操作温度、压力
● 设计温度、压力
● 试验介质和压力
● 绝热（伴热）类型、厚度
● 涂漆
● PID图号
7 系统安全分析系统安全设计是工艺系统专业重要的任务之一，工艺系统专业的责任就是要对系统的安全性和可操作性负责，可操作性经常与安全性联系在一起，工艺系统设计人员必须时时刻刻将系统的安全放在重要位臵。
系统安全分析方法，主要有以下四个方面：
（ 1）危险的识别
（ 2）危险的定量
（ 3）定量化的危险与基准值比较
（ 4）提出控制危险的措施
7.1 系统安全分析和评价 （通用安全分析方法）
系统安全分析和评价步骤一般分为五个步骤：
(1)辨识 /发现新的危险性。
(2)进一步找出危险性导致事故的概率及事故后果的严重程度。
前两步为定性分析，若需要定量分析可继续。
(3)确定可接受的概率指标。一般取已有的数据为依据。
(4)将计算的危险率与可接受的指标比较，确定系统的危险性水平。
(5)对危险性高的系统找出主要危险性并进一步分析，寻求降低危险性的途径，将其控制在可接受的指标之内。
7.2 系统安全分析法
7.2.1 经验系统化法通过以往发生的各种事故，总结出系统化经验，用此经验对评价的对象进行检查，即进行危险性的识别，并解决之。
(1) 列表法这是 30年代国外就采用的系统安全分析的初步手段。其具体做法是把工程、工艺、设备、操作中可能存在的不安全因素以提问的方式列出，使用时将实际情况与检查条款逐项对照，初步明确问题。它具有备忘录的性质，是事先拟定的安全检查内容的清单。可参见例 8.7.2.1（ P662)
(2) 预计危险分析法 Preliminary
Hazards Analysis
(3) 蒙德 (Mond)法（又称 DOW/ICI,Mond法），
此法不仅考虑了火灾、爆炸危险外，还增加了毒性指数。
7.3 系统解剖分析法对于新开发的工艺没有足够的经验可吸取，
则采用系统解剖分析法。
7.3.1 故障类型和影响分析 (Failure Modes
and Effects Analysis)
7.3.2 危险性可操作性研究 (HAZOP)。 (Hazards
Operability Study)法主要是在设计定型审查阶段，用它发现潜在的危险性和操作难点，其理论依据就是工艺流程的状态参数如温度、压力、流量等，一旦与设计规定的条件发生偏差，就会发生问题或出现危险 。
危险性可操作研究的基本过程是以关键词为引导，找出过程中工艺状态的变化（即偏差），然后再继续分析造成偏差的原因，
后果及可以采取的对策。
危险性可操作研究既适用于设计阶段，又适用于现有的生产装臵。
在连续生产过程中，管道内物料工艺参数的变化反映了各单元设备的状况，因此在连续过程中分析的对象确定为管道。
在间歇生产过程中，分析对象将不再是管道，
而应该是主体设备。
其主要分析步骤为：（ P-665）
(1)充分了解分析对象，准备有关资料。
(2)将分析对象划分为若干单元，在连续过程中单元以管道为主，在间歇过程中单元以设备为主。
(3)按关键词逐一分析每一个单元内工艺条件等可能产生的偏差。
7.3.3 如果,..怎么办 (What...If)是杜邦公司类同于 HAZOP法的系统解剖分析法。
7.4 逻辑推导法
7.4.1 事故树分析法。
7.4.2 故障树分析法。
它是采用逻辑的方法，形象地进行危险的分析工作，特点是直观、明了，思路清晰，逻辑性强，可以做定性分析，也可以做定量分析。
体现了以系统工程方法研究安全问题的系统性、准确性和预测性，它是安全系统工程的主要分析方法之一。
故障树分析步骤：
（ 1）确定所分析的系统
（ 2）熟悉系统的整个情况
（ 3）调查系统发生的事故
（ 4）确定故障树的顶上事件，所要分析的事件
（ 5）调查与顶上事件有关的所有原因事件见例 8.7.2.3（ P666~667)
7.4.3 原因 -结果分析法。 (Cause-Consequence
Analysis)
7.5 人的失误分析法（ P-667）
根据统计，由于人的失误造成的事故占事故总数的 75%～ 90%。如何避免人的失误成为十分重要的工作，有下列三方面来规范。
（ 1) 设计布臵确保安全、设臵自动防止故障的报警、安全阀等安全设备。
（ 2) 从人机工程原理来设计控制室和操作程序、尽量减少失误。
（ 3) 采用科学管理，提高人的素质，使人自动地防止失误。
谢谢大家！
