工艺包的编制方法（一）

1 、收集物性数据

化工物性数据（包括平衡数据）的收集是工艺包设计的第一步。能准确地查找、分析、处理和应用相关化工物料的所需数据是化工工艺设计人员的基本功。也是后续工作开展的基础。

为了开展后续的三平衡（质量、动量、能量）计算，应该了解或者准备的物性数据至少应包括以下这些数据：

（1）基本物性数据，如沸点、熔点、凝固点、临界参数等，也就是温度独立参数。

（2）温度相关热力学物性，主要为汽化热等

（3）温度相关的传递物性，主要为黏度等

（4） MSDS数据和火灾危险性（工程设计必须考虑的）

（5）相平衡数据，尤其是要确认需要分离的混合物系中是否有共沸体系等等。以上数据的获取办法：

（1）作为工艺包设计，基本的模拟软件应该会用，至少可以作为查询物性数据的工具。Aspen、Pro2都可。这应该是最方便的查询数据的方法。

（2）从网络中查找，但这个只能作为基本的数据查找，还需要通过专业的文献或书籍验证。我常用的网站：www.chemicalbook.com

（3）文献查询：首先查找 VIP等期刊数据库对所查物质进行查询，基本能了解到相关的物性。其次是查找专业手册，常用的有：《化学工程手册》《化工物性数据手册》等

（4）如果上述这些方法都无法查到相关的数据，就需要选用第 1条中的模拟软件的一个功能，物性估算来获取数据，这样获取的数据应该可以满足工程设计的要求。

（5）对于混合物，可以采用软件、相图等手段来获取物性。如混合物的泡露点可以通过模拟软件技术获得。这对于有些设备的设计压力的选取很有帮助。工作的第一步收集物性数据应该形成的成品文件是项目范围内所涉及介质的《物料特性表》。

做过化工设计的朋友应该都见过这个表，这是后续工作开展的基础。后续分离方案的制定、火灾等级的划分、储存温度和储存量的确定、设备布置的间距、设备的设计压力等都与所设计的介质的物性有直接的关系。因此，在实际化工设计中，物性数据的收集占有相当大的工作比重，有时甚至是整个过程成败的关键步骤。

2 、确定技术路线，形成第一个平衡 — 物料平衡（质量平衡）

（1）拿到研究院或者其他研究单位提供的数据包后，此时要做的就是要利用化学工程的基本原理，梳理技术路线，也就是通常所的总体设计技术方案。对其基本过程熟悉，分析过程，重新进行化工单元操作组合。因为数据包通常会把很多问题和单元操作简化或者复杂化。比如：用一种常温常压下为液体的物质在高温、微正压下进行反应，生产另外的新物质。数据包通常能提供的就是反应过程在什么温度、什么压力下进行，生成物组成是什么。而其对如何实现反应进料控制的温度、压力、反应器如何实现换热（冷却）等都不太关心甚至不提及，而这些正是我们化学工程、工程放大需要解决和考虑的。在这个阶段，我们需要对这些问题的方案有个大致的想法。这些控制要求和要求的条件能否实现，可能会影响到整个工艺方案能否实现。所以，第一步除了分析工艺过程本身外，对辅助过程要做到心里有数。比如某台设备的温度要求超过了 250℃，那换热介质就要考虑了，是用的热油还是熔岩还是烟道气等类似的问题。

（2）有了第一步的分析基础，我们对数据包有了很深的认识，如果数据包对三传问题考虑的很粗的话，估计此时你已经给数据包提供商准备了很多问题和数据包提供商需要完善的数据。不过这没有关系，有很多数据通过我们的工程经验是可以解决的。这时候就需要跟数据包提供商定一些原则了。比如加热介质的选择和参数。比如工艺过程可能达到的最苛刻情况等等。

此时可以在数据包提供的PFD的基础上，对其进行完善。完善的内容就是根据上面的分析进行补充。

（3）下一步就要上机通流程了。采用流程模拟软件 Aapen、Pro2等软件按照流程顺序依次打通。第一次通流程可以简化，先不需要优化。通过第一次流程模拟，你肯定会发现不少问题，这些问题有的是很明显的，可以直接修改，有些是不能一下子解决的，需要与数据包提供商共同谈论确定。这样就形成了原则流程。

（4）原则流程确定后，开始进行优化。主要对产品质量、收率等进行优化。此时，可能需要跟数据包专利商做一些探讨，要合理选择设计变量和设计要求，因为有些工艺没有进行流程模拟时，想的结果太理想。比如有时出现共沸物料、大回流比等，这时就需要对设计要求进行相应的调整以使工艺经济合理。

（5）形成第一个文件 — 流程图草图（还不能称为 PFD）和物料平衡表。用流程模拟软件的另一个优点现在体现出来了，可以直接导出流程图和物料平衡表。在此基础上，修改也是很快的。

此时形成的流程图和物料平衡图应达到以下深度：

A、包含到目前为止需要具有的所有设备（此时会缺少很多满足热量平衡、动量平衡的设备）

B、在作图时，要留出足够的图面空间，因为随着后续其他平衡的完成和方案优

化，会增加很多设备。

C、有较密切关系的系统（设备组）应集中在一张或几张图纸中。

D、物料平衡表中应包含所有组成发生改变的物流（热量平衡、动量平衡最后可以体现在 PFD图上）。此表的每股物流至少包括的性质：温度、压力、总流量、每种物料的流量、相态（分率）、黏度、体积流量、密度、比热等。这些物性数据集合需要满足后续所有工作开展的要求。

 E、统一设备图例和管线等的表达方法（线性、线宽、颜色、进出界区符号等）。此条主要是规范画图，希望引起大家的重视，尤其是八路军（无系统培训）出身的中小型设计院。（经常一个院出来的不同项目图纸，风格各异）。

 F、设备位号。完成单元划分，编制合适的单元和设备号。在设备位号下方对已经涉及到的每类设备的主要参数进行编写，此时不需追求全，只列出主要的，想到什么列什么，此处主要是考虑图面空间的布置。详细数据需要等设备一览表完成后统一标出。

（6）完成上述工作后，针对形成的草图，编写工艺流程说明。在编制工艺流程说明过程中，会发现缺少的部分设备，也可以在此时补充部分。至此，物料平衡（质量平衡）就完成了。已经形成的物流的压力、温度也确定了。这是接下来两步工作（热量平衡、动量平衡）开展的基础。

3 、编制第二个平衡 — 热量平衡

物料平衡完成后，主要工艺控制点的组成、温度、压力都已经确定了，这时需要根据这些工艺关键控制点的要求选择合适的加热、冷却工质，并结合常用工质的条件优化工艺操作条件，最终选择合适的工质并计算出用量。

（1）根据物料平衡草图，分析初步确定的工艺温度是否合理。主要从以下方面进行分析：  a、需要热量时应考虑：要求通过加热达到的温度、加热工质的最低温度要求、达到需要的温度采用的加热工质是否是通用工质（热水、蒸汽、导热油、熔岩、加热炉等）；b、需要冷量时应考虑：要求通过冷却达到的温度、冷却工质的最低温度要求、达 到需要的温度采用的冷却工质是否是通用工质（热水、循环水、冷冻水、氟利昂、更低工质（庚烷、液氮等））

（3）能量优化。分析整个过程的换热，初步分析需要工质带走的能量是否可以利用。主要可从以下几方面分析：冷热物流之间的换热，塔顶冷凝器的热量是否可用、多种低品位工质代替单一高品位工质、物料输送的相态选择（此项需要与物料平衡统一考虑，同时还可能涉及到压力平衡）等等。

（4）根据第（2、3）步工作成果和形成的表格，计算每个点的工质消耗做成表格，每种工质做一套。此表至少应包含以下内容：

（5）完成所有工质的用量、规格统计，形成表格。这个表可用于向公用工程专业提 条件用。

完成上述几步后，热量平衡就完成了。

特别提醒：在完成第一个平衡的时候，我并没有要求完成原材料消耗的统计。因为物料消耗需要等全部的PID完成后，才是最终的消耗，那是再统计才准确。尤其是像氮气、仪表空气这样的公用工程是在 PID完成才具备统计条件。

4 、编制第三个平衡 — 动量平衡（压力平衡）

在完成了质量平衡、热量平衡之后，该进行三传中的最后一传了，那就是动量平衡，也就是压力的平衡。压力平衡时保证物流流动的动力，所有流动的驱动就是压差。压差小，需要流量大，那就必须设置大管径。反之亦然。

大家可以回想一下，我们系统的配电除了在特殊情况需要用电加热用电外，是不是所有的用电都是在围绕如何实现动量平衡而设置的？回答是肯定的。所有动量的损失无非就是通过用泵或者压缩机来补充的。这些设备的驱动动力通常都是电（大型压缩机也可选用蒸汽透平）。

（1）动量平衡第一步工作是根据在质量平衡和热量平衡确定的操作压力下，分析在哪些位置需要设置升压设备，液体需要用泵，气体需要用压缩机。这里需要注意：液体的升压相对容易，气体升压相对困难。所以很多地方如果不是消耗很大的代价，为了输送和升压的方便，通常是把气体液化后用泵升压。因为气体输送和升压需要较大的管道和设备，其投资、占地、用电量等都比液体升压要高。但气体液化所需要的冷量以及液体气化所需要的热量也是整个平衡需要综合考虑的。这些都需要与动量平衡和热量平衡综合考虑。

（2）综合考虑整个工艺系统的动量平衡。这些也需要与动量平衡和热量平衡综合考虑。此处可能涉及到节能的压力平衡（气相出料、液相出料），这需要与物料平衡、能量平衡综合考虑。举一个典型的例子说明：多组分物系，通过第一个精馏塔除去大部分轻组分，通过第二个塔进行精制脱轻，第二个塔塔顶物流返回第一精馏塔，如果第二塔的压力高于第一塔，那么第二塔塔顶就可选用气相出料的方式直接返回第一塔，这样两个塔的能量就都节省了。第一塔节省加热热量，第二塔节省冷凝冷量，一举两得！

（3）根据最终确定的压力平衡和压力设备，计算压力改变设备的参数。主要有泵和压缩机的流量、扬程、选型等。至此，质量、热量、动量三平衡就全部完成了。

5 、形成第一个成品 —PFD

本讲的内容就是把前面的三个平衡以 PFD流程图的形式表达，我做 PFD的内容和深度控制原则是：PFD文件完成后，后续所有跟工艺有关的数据从 PFD上全部能找到。因为除了PFD外，其他的后续文件都是以 PFD为基础条件推导出来的。无论是设备数据表还是仪表数据表都是从PFD上获取的。

因此，我认为 PFD至少应包括以下内容：

1、设备名称和位号。要包含所有在上述三平衡中涉及到的设备。

2、设备的关键参数。（通常基本与后面设备一览表中的参数相同）

3、在图上至少应标注物流的以下性质：流量、压力、温度，组成数据已 EXCLE 列成物流数据表。

4、设备的操作压力、操作温度。

5、设备的热（冷）功率

6、公用工程规格和用量

7、重要的仪表控制方案。在这里需要说明：在 PFD阶段，我并没有把控制方案作为单独的一步内容来做，不是说控制不重要，因为在进行第二个平衡 — 热量平衡过程中，特别提到工艺关键点温度的确定时需要认真考虑，主要目的是节能和易实现自动控制。因此，此时只需要表达出主要的控制方案就可以。主要控制方案补充工作最好有仪表人员共同参与，这样一方面可以让仪表专业早介入以便了解工艺控制的目标，同时可对工艺提出的不合理的控制方案进行调整和优化。

 8、提一点作图的建议，就是尽量保证紧密关联的单元操作和设备放在一起，这样方便看图的人理解工艺过程。

 PFD做出来后，应该进行工艺包第一次评审了。这次评审非常重要，直接关系到后续工作是否需要做大的调整。参加评审需要各方、各层次的人员参加，因为此次评审是对整个工艺的最核心进行评审，原则上此次评审后流程就不能再做大的调整了。后续的工作就是按照程序和彼标准、规范进行了。

根据经验，建议此次评审参加的人员组成至少应包括：业主、数据包提供商、工艺包编制校对审核人、模拟计算负责人、设备负责人、仪表负责人、材料专家、此行业专家、最好还要有开车专家。

6 、 设备设计计算，编制设备数据表和设备一览表

完成 PFD后，工艺包的核心也就是主心骨就有了。下面的工作就是根据 PFD开展外围工作了。

形成 PFD后，要做的下一步工作是先进行设备设计和计算，编制《设备数据表》和《设备一览表》。

首先，根据 PFD确定的设备功能开展设备计算和选型，确定设备的主要尺寸、形式。主要分为以下几类：

（1）反应器设计计算。主要依据数据包提供的的内容和要求，反应器通常涉及到内部流动优化、内构件设置等工作。结合最新的流体力学模拟CFD软件的应用进行优化，这些都是提高反应器设计的有效手段；另外，反应器通常都会涉及到传热问题和计算，这时需要根据设备的实际能力和经验数据估算设备的尺寸。反应器设计是最复杂的、也是风险最大的。尤其在放大时要特别注意。

（2）塔器的设计。随着流程模拟软件的广泛应用和计算准确度的提高，目前应用Aspen、PRO2等模拟软件进行塔器设计已经非常成熟，计算也非常准确，但对于非理想体系和数据库中物性参数不完整的物性需要特别注意。计算结果也可能会远远偏离正常数据。此步工作主要是根据确定的PFD选择合适的塔内件塔径和填料高度。在此推荐一个值：在没有任何可靠数据的情况下，泛点率推荐取黄金分割点 0.618。同时在选择填料等板高度和塔板效率时应选择接近实际的数值。比如 250Y填料等板高度不能低于0.5m。这些经验数据在做设计时尤其注意。如果没有经验，应请教有经验的师傅校核。还想说一点，就是我们现在在一个大数据下开展工作，很多时候不自然就会受已有数据的影响，这里我想说：对于任何一个物系，我们最好从基础设计走一遍。具体塔器来说就是先计算出物系分离所需的最小回流比，然后选择合适的最小回流比倍数，并进行灵敏度分析和优化。实际上此步工作与PFD的物料平衡计算有密切的联系。

另外在塔内件形式选择时，也要充分考虑各类塔内件的特点，此时也不能忽略像液体分布器、液体收集再分布器等辅助内件的性能。还有一点就是塔裙座高度和塔底液位高度。塔裙座设计的目的主要是保证塔底输送泵有足够的汽蚀余量（ NPSA）。所以没有特殊需要，此高度不宜太小。我通常的选择是 7.5米。另一个就是塔釜液位，这个液位的高度要与再沸器的尺寸、安装高度一并考虑。

（3）换热器计算。这个没什么好说，主要根据 PFD中的热量平衡，采用换热器计算软件（ HTRI、HTFS）进行设计计算。这里几类换热器的设计需特别注意。一类是塔底的热虹吸再沸器。此类换热器几个参数需特别注意：加热介质与被加热介质温差不宜过低或过高， 30-45℃比较合适，过低和过高都不利于传热。同时，需要选择合适的气化率，我常选用的是10~15%。最高不超过 20%。第二类是关于汽化和过热的换热器。汽化我们常用的换热器是 BKU釜式换热器，用这类换热器所产生的蒸汽是饱和蒸汽，想过热，必须通过在汽化器后串联过热换热器，这个需要注意。

（4）容器。这个更没什么好说的。主要考虑一个停留时间。像塔顶回流罐，我常选用卧式的，好布置，停留时间通常是 50%液位 5-10分钟。用这个数据设计基本不会有什么问题。

（5）压缩机和泵。在工艺包阶段压缩机主要提供压缩机采购数据表，主要提供进口组成、温度、压力，出口要求的压力温度。这样压缩机厂家就可根据要求选用合适的压缩机。泵，需要进行系统计算，这个跟设备布置有很大关系，泵数据表需要提供流量、压头、汽蚀余量、推荐形式等参数。

（6）其他设备。主要包括过滤器、真空泵、搅拌器等。这些设备需要提供关键的设计参数和工艺要求。过滤器主要参数包括过滤要求、处理量等。真空泵主要参数为抽气量、真空度。

像换热器、罐、塔径在计算完成后，需要根据国内制造标准进行圆整。尽可能选用标准的尺寸，这样好采购，可为业主省很多时间和费用。举个例子：换热管我们常用的长度是2，2.5，3，4.5，6，9米，为什么这些常用呢？因为我们国内生产的换热管的基本长度是12米。选用这些尺寸可以不浪费管子。

设备设计的成品是《设备数据表》。

设备数据表的主要数据形成《设备一览表》。

其实设备设计中的每类设备如果详细讲述需要很多时间，因为本系列讲座的核心是工艺包如何做，重点是过程的组织。因此，对于一些具体的设计细节不会讲的很详细。我的计划是在以后的论坛中再开一个专门介绍工艺设备计算的专题帖子，专门讨论设备的设计计算。

7 、编制  PID 和管道数据表

 PFD和设备设计完成后，就可以进入 PID编制了。几乎所有人都认为 PID是最最重要的文件。这个确实没有错。PID包含的信息量是最大的，也是在理论技术和工业装置间都能看得见的一个文件。因此，此文件的形成要考虑前后的衔接：前面连接着PFD和设备，后面连接着管道、施工、开车。PID是所有参与化工项目的人员都能接触到、都应该理解的一份文件。工艺人员可能不太关心后续的配管、施工，管道、施工人员也可能不太关心前面的工艺（尤其是PFD），但是不管是前面的工艺人员还是后面的管道、施工人员，都会关注关心 PID。

我设计 PID的过程通常有这样几个过程：

（1）首先根据预计的流程复杂程度，根据已经形成的 PFD进行页面规划和设置。最近两天有个海友还在问，如何才能把 PID布局规划好，避免有些地方特别挤，有些又特别疏。我的经验是：根据通常的设备连接管道、仪表的复杂程度对 PFD进行重新分割布局。因为 PFD只需表示三平衡即可，所以其设备比较紧凑。而 PID是管道及仪表流程图，从名字上就可看出，其需要表示的核心信息是管道和仪表，设备是次要的。设备的主要信息是通过上节的设备数据表来体现的。在根据 PFD布局 PID的过程中，首先根据设备上管道、仪表的复杂程度进行分解，通常反应器连接的管道、仪表（尤其是连锁）会比较多，所以通常情况下，不太复杂的反应器我会单独画一张流程图，如果是稍微复杂点的，还会再留出一张图的位置，因为反应器通常会不断的加入新的管道和控制，因为反应器的安全性是最重要的。其次是塔系统，一般来说，不是太复杂的塔系统，一个塔系（含一个塔、塔底再沸、塔顶冷凝）通常会布置在两张图上，如果是相对简单的塔系布置在一张图上也可。其他的设备像罐、中间换热器根据以上布置的情况，选择合理的位置即可。这里一个要求需要注意一下：相关性比较强的设备最好能布置在一张图上，这样可以避免管线在不同的图中来回流动，这样无形之中会增加工作量。同时，希望有高度布置要求的设备最好在 PID上也尽可能表达出相对位置关系。

（2）设备布置好以后，开始画线。我的做法是：先把 PFD上已经具有的线画到 PID上，这里需要区分主要、次要管线。这里的主要次要管线区分原则非常简单：从最主要的原料到最终产品的走向就是主要管线，剩余的所有管线都是次要管线。主要管道要用颜色鲜明的粗线，我通常用 0.7mm的红线，这个最显眼。其实这个工作在 PFD编制时就进行区分，在讲（ 18-6）PFD形成的时候忘记说这事了，顺便在这里说一下。这样的区分对于理解工艺非常有帮助。

（3）完成上述两步工作后，第 3步就是根据设备数据表标注所有设备的管口。PID上的管口位置最好能表达出相对关系。其实这跟第 1步说的设备在 PID上摆放时考虑相对高度是一个道理，主要也是向说明位置关系。例如，布置在罐靠近下部位置时，通常会认为流体是从下部流出的，如果相对位置标注的不合适的话，容易引起理解上的偏差。

（4）根据每个化工单元操作的特点，对每一台设备管道进行完善，这包括放空管线、补氮管线、放净管线等附属管线的设计。这一步需要结合化工单元操作模式来进行。具体不多讲了，详细参考工艺系统设计规范 HG20570第三册。

（5）进行控制设计。控制方案在 PFD设计时已经基本确定，在 PID设计阶段主要是完成具体的控制方案：主要有压力控制、温度控制、液位控制、流量控制等等。同时设计温度、压力、流量等测量点。并对是否进 DCS进行标注，此步工作需要工艺和仪表人员的共同参与。通常的做法是工艺提出控制方案，最后由仪表完成最终设计。

（6）根据 PFD的流量，进行管径计算。管径计算基本原理非常简单，选择合适的流速，就可计算出管径。关于具体的计算在此不作详细论述。对于一些非正常的管道，例如放净管道、开停车用管道等也需要根据设计流量计算出管径。并对计算出的管径进行圆整。

（7）结合上一步计算出的管径，进行管道编号。管道编好号后，这一步就是要把管道号、管径先标注到PID上。

管道编号大家需要注意：我的做法是每 1页图用 1个独立的编号，也就是说当 1张图中的管道需要整补、删减调整时，仅会影响这1张图，跟其他图没有关系。我通常用 5位数字来表示管道号：第 1位是主项号，第 2、3位是主项下的图纸顺序号，第4、 5位是图纸内的顺序号。这样 5位基本可满足项目的要求。再做项目时大家不妨一试。

（8）有了管道号和管径，开始编制管道数据表，这时候管道数据表中需提供以下内容：管道号（ 5位）、管径、操作温度、操作压力、最高温度、最高压力、设计温度、设计压力、管道介质。管道数据表形成后，与 PFD、PID、物料特性表一同提交给管道材料专业编制管道材料等级表。收到材料专业的管道材料等级索引表后，可进入下一步工作。在材料等级表编制过程中，工艺专业需同步完成管道绝热设计（保温、保冷、防烫、伴热等），这里尤其伴热须特别注意。尤其注意高凝点物质。关于管道材料等级表有关的一些内容在（ 18-10）我将做一个专题讨论。

（9）根据返回的材料等级索引表和绝热设计，完成完整的管道号。管道号通常表达以下信息：介质代号（ P） — 管道顺序号（ 10103） — 管径（ 50） — 材料等级（ M1B）  — 绝热等级（ H）。

（10）进行控制、仪表编号。仪表编号最好也跟管道标号一致，方便修改。并形成仪表所以表。

（11）根据材料专业返回的材料等级表选择合适的阀门、变径等管件并在 PID上进行标注。至此， PID的信息应该差不多了，本节内容比较多，希望海友耐心仔细。做设计就是这样，必须一点一点来。急不得。

在此做一点说明：对于单元操作的设计本系列帖子并没有具体讲，这些我们可参考的资料很多，有高大上的系列帖子，也有工艺系统设计规范HG20570，这些资料讲的非常清楚，不清楚的海友需仔细翻看这些标准。

8 、开停车管线设计和设备数据表完善

上期的 PID编制是在PFD和设备数据表完成之后主要依据 PFD和设备数据表完成的，重点是完成管道和仪表设计，因此叫做PID（Piping&Instrument Diagram）。完成了上节的PID编制， PID就全部完成了吗？答案：没有。细心的海友可能发现，仅通过上期的 PID编制过程，设计出的 PID可能无法满足开车、停车、紧急情况处理，甚至仅正常操作可能管线都是不够用的。这就像一辆汽车，如果发动不起来或者速度起来后无法刹车，那这辆车是没有任何意义的。这就是为什么我们刚开始看现成的的工艺包中的PID时，通常有很多管线不知道是做什么用的。各位海友，不知你们有没有这种感觉？尤其是我们刚开始是照着工艺去看 PID时，这样的管线会非常多。随着对工艺过程的深入，我们发现这些管线用处是大大的。

因此，我们的 PID设计也是这样的，不仅要考虑正常运行，还要有开车、停车及特殊情况下需要的管线和设备以及控制。开停车及紧急事故的处理是PID设计必须考虑的重要补充内容。很多是有就因为一条看似与工艺没有任何关系的管线，可能会大幅增加或减少现场的工作（设计人员应该多为现场施工和工人考虑，这会让工人给你很多口德，也给业主省下实实在在的钱）。这些管线的设置大大增加了装置的灵活性和可操作性。

这些辅助管线我归类为以下几种：

（1）开车管线。装置开车时需要快速建立液位、系统升温、保压等，这些辅助管线用于开车送料、送气（汽）等。

（2）停车管线。用于装置或单元停车时卸料。有些时候是为了加快卸料，以节省停车、检修的时间。

（3）紧急情况泄放管线。通常为紧急泄放管线、置换管线、安全阀（爆破片）后的管线、连锁泄放管线等。这些管线主要配合连锁停车时需要完成系统泄压、降温、卸料、吹扫等设置的。

（4）检修吹扫送入和排出管线。这主要用于系统停车、检修时系统的吹扫。多为蒸汽、氮气、压缩空气管线。这里提醒一下：大家通常不会忘记公用工程吹扫送入管线，但经常会忘记吹扫后的排出管线，这个非常重要。如果忘了设置放出管线，很多时候只能通过现场放空、放净阀放掉，但是遇到有毒有害物质的吹扫，先不说环保、安全问题，现场工人受罪甚至骂人了。多为现场操作人员想想很重要。

（5）不合格品送出和返回管线。最终产品达标是我们工业装置生产的目的。为了保证最终产品的质量，我们通常要控制过程中很多中间关键点的物料指标。只有这些中间组成控制住了才能保证最终产品的纯度。当某个控制的中间关键点的组成不达标时，我们通常会设置不合格管线和不合格罐以及配套的管线来处理这些不合格料。这些管线也是保证开停车和操作异常时调整所必须的。尤其在开车初期，会碰到很多不正常的问题，这时必须通过这些管线来调整。

有了述这些辅助管线后，我们的 PID应该很丰富了。管线也比上期完成的 PID增加了不少。

这里我再跟大家分享一个我的画图和表达经验：就是上述这些辅助管线上的根部阀我通常都进行常关表示，这样做可以让设计人员很容易就可以理解管道设置的作用。阀门的常开常关表示应贯穿在整个PID编制过程。这些细节非常有用。

上述这些辅助管线有些是直接连接在主要管道上，也有不少是连接在设备上，比如开车、停车、吹扫管线主要是与设备连接。但这些设备连接口在（18-7）：设备设计那一期可能并没有考虑到，因此，这一步工作还有一项重要的工作就是结合补充的辅助管线，返回到（18-7）：设备设计那一步对每一台设备，针对以上工况进行逐一分析调整，增加需要的管口和构件。有些时候，还要增加一些辅助设备（例如：不合格品罐、中间缓冲罐等），以满足真个装置运行的需要。

所以很多时候，我们通常会在设备上留出至少 1-2个备用口，就是这个目的。因为很多时候，我们设计考虑的再全面，也会漏掉很多现场操作时才发现需要增加的管线，这时这些备用口的作用就发挥出来了。再说，增加1-2个这个的备用管口费用基本可忽略。所以，在这里提个建议：塔器、罐至少预留出 2个备用管口，大小以 DN25~DN80为宜。当然，特殊情况可作调整。

通过上述的一系列工作，除了一些特殊管件（安全阀、呼吸阀、限流孔板等）还没有完成外，我们的PID应该说基本就完成了。这时我们的 PID图已经非常饱满了。因此，此时再回头看在PID设计初期的图面规划就显得非常有用了，适当的留出位置，补充这些管线也不会让图面显得挤和乱。

9 、编制管道材料等级索引表

到上一期（ 18-9）：补充辅助管线和返回调整设备数据表，我们已经完成了PFD、设备数据表、 PID的设计，这样后续工作都是在这三个文件的基础上进行补充和修饰，以完成最终的工艺包。

管道材料等级中包含了材料规定，是针对项目的管道数据表而编制的管道器材应用明细。它主要是根据管道系统中的温度和压力以及物料特性（主要是腐蚀性）来分类的。管道等级表编制依据的主要标准是《HG-20519.38管道等级号及管道材料等级表》。这个标准是一个施工图设计的标准，但在我的工作思路中，其工作在工艺包设计阶段就需开展。

在设计院或工程公司，材料是一个相对独立的重要专业。对工艺包设计来说，其开展工作的基本条件是在（ 18-8）：编制 PID和管道数据表中提到的管道数据表，这个表的主要目的有两个：一是对管道进行标号，二是与 PFD、PID、物料特性表一同提交给管道材料专业编制管道材料等级表。因此，管道数据表的内容和深度要求不能少于以下信息：管道号、管径、操作温度、操作压力、最高温度、最高压力、设计温度、设计压力、管道介质。一根管道必须有了这些信息，材料专业才能开展管道材料等级表的编制工作。

首先，上一个材料等级表索引表的内容，见附图。

一套完整的材料等级表通常包含索引表、等级表、接管表。索引表是详细等级表的目录和总概况。等级表详细规定了每个等级的详细规定。接管表规定了如何进行接管选用。在工艺包阶段，实际上只需要完成材料等级索引表就够了。索引表的目的是满足管道专业根据工艺包提供的管道数据表和材料等级索引表完成管道命名表。

通常，材料等级索引表的内容有以下几项：

（1）管道等级号。此号在《 HG-20519.38管道等级号及管道材料等级表》规定使用三位表示。但这不是强制规定，可以根据情况调整编号的含义。

（2）对应等级的使用操作条件和适用介质。主要是温度和压力。这一项是管道材料专业根据工艺提供的管道数据表中的操作温度和压力以及介质特性进行分类而完成的。这是分类的基础之一。其主要是根据《HG/T20592-20635-2009钢制管法兰、垫片、紧固件》来确定。

（3）管径范围。这个是根据管道数据表确定。这里需要注意有些大管径的管件选用有时会超出通用标准的范围，需注意。

（4）法兰、管子材料、垫片、螺栓所采用的材质及标准。这是详细设计最终管道材料等级表的依据。第二，详细的管道材料等级表不详细说了。不清楚的可以到材料专业问问。内容就是把索引表细化。另外还需有阀门及其他关键的详细规格要求。

最后，再说一下接管表。接管表即管道分支表，提供主管与支管连接应匹配的规定。通常情况下，应优先选用标准管件，如三通/四通（等径、异径）、支管接头等。若出现主、支管相差太大无法选择时，才使用非标接头形式，并需要计算是否需要进行补强等加强措施。举个例子，DN100的主管上接 DN80的支管是，选用的是标准的三通， DN100的主管上接 DN20的直管时，就没有标准的三通可选。通常采用支管焊。管道材料专业是工艺包设计最主要的辅助专业。管道材料专业决定着工程项目的安全性与经济性。材料等级表制定体现着管道的专业的高精水平，其不亚于装置设备平面布置。丰富的材料知识和熟悉的管道标准应用会使管道器材选用或制定更加完美。根据经验， PID和材料索引完成后，应该进行工艺包第二次评审了。这次评审主要是对 PID和材料选择进行评审，此次评审的质量对后续工程设计有直接影响。

此次评审仍需要各方、各层次的人员参加。此次评审的评审人员与第一次PFD评审的人员基本一致：业主、数据包提供商、工艺包编制校对审核人、模拟计算负责人、设备负责人、仪表负责人、材料专家、此行业专家、最好还要有开车专家。但各专业人员的重要性和侧重点有所不同。每个专业应充分把握好本专业的技术重点。

这期基本内容就是这样了，本期内容主要是由材料专业完成的。工艺包的编制需要各专业的密切配合，在工作中应多沟通、多协调，一些问题在工艺包设计阶段就提出和解决，这样可以避免在基础设计或详细设计阶段的大量的更改。

10 、编制仪表数据表

仪表被称为化工装置的  “ 眼睛 ” ，是我们透过表面看到设备或管道内部状态的工具。尤其是随着自动化技术的不断提高，仪表的作用越来越重要。仪表的作用主要分为四类：自动检测、自动控制、自动保护、自动操纵。仪表数据表表现出来的内容虽然不多，但它是体现工艺包成果的重要文件，虽然其编制过程不难，但这个数据表是前面 PFD、PID设计成果汇总的一个体现。与外专业产生关系的重要文件主要是两个：设备数据表和仪表数据表。仪表数据表的设计过程如下：

（1）编制仪表位号。

通过（ 18-8）：编制PID和管道数据表和（ 18-9）：开停车管线设计和设备数据表完善所完成的PID虽然已经设置了功能仪表，但还没有对仪表进行编号。首先，进行仪表位号的编制。

推荐一个我编号的规则，这个规则类似我在前面说的管道的编号规则。编号的目的是区分和辨认。这样最基本的要求就是易于在 PID中查找，虽然我们可以用查找功能，但还是希望当我们一看到仪表号就可知道在那张图上，这样会很方便。

具体编号规则是：仪表所在图纸代号 +顺序号。如果有备用仪表用 A/B/C区分。

有了编号规则后，按照压力、温度、流量、液位、控制阀分别进行标号。与控制阀有关的信号点与控制阀用相同的位号，以示相关性。

另外，想特别强调一下连锁系统。连锁分为 DCS连锁和 SIS连锁。两种连锁的优先级是不同的，在 PID上应区分，并对每个连锁的信号来源表示清楚。同时还需配置连锁逻辑图来进一步明确信号进的相互关系。这个图必须由工艺专业详细表示出信号源与发生结果的关系，发生结果后的动作等，这是将来仪表专业完成连锁设计的主要依据。有些特别复杂的，需配合文字说明。

（2）有了编号后，编制各类仪表数据表。

分述如下。

A、压力控制点数据表，见附件 1。

B、温度控制点数据表，见附件 2。

C、流量控制点数据表，见附件 3。

D、液位控制点数据表，见附件 4。

E、控制阀数据表，见附件 5。

F、连锁数据表，见附件 6。

在编制这些数据表时， PFD数据是否全面就体现出来了。我想很多海友在做仪表数据表时，通常有这样的经历，在提某个点的仪表条件时，通常需要查找很多文件才能获得这个点的工艺数据，有的是在PFD中找到，有的可能是在设备数据表中有些信息，或者有些是在工艺描述中找到。其实，这种现象说明我们的 PFD做的不够全面。应该说，所有的工艺数据必须是从 PFD上找到，而且应该只能从PFD上找到。因为不管是设备数据表还是工艺流程描述，这些文件中的工艺数据也是必须且只能从 PFD中获取。如果 PFD中没有，那这些根据 PFD行程的文件不就成了无源之水了吗？所以，在此，再强调一下 PFD的重要性，在PFD没有完善到一定程度，其他的工作不要急于开展，否则会事倍功半。

（3）对就地仪表和需要进 DCS的仪表点进行区分标注。

随着 DCS的发展，现在大部分数据都选择进入DCS以方便操作人员观察。但仍有很多现场仪表也不能缺少，需要通过此步工作进行区分标注。这里需要特别注意的一点就是：有些现场仪表需根据将来布置的位置做一些调整，比如，开始时设置的是一块现场压力表，到最后配管时发现，这块表只能布置在位置比较高的位置，这时，这块表可以设置成进DCS显示，这样就可以避免操作人员不方便的情况。所以，在设计过程中要充分考虑操作的要求和方便。再举个例子：塔顶通常会设置压力和温度显示仪表，如果设计成就地的，试想哪个操作工会天天跑到塔顶上看温度和压力？一天爬一次塔，其他就什么都不用干了。这种情况，干脆设计成远传的就ok了。

这期内容基本就这些了。内容不多，但这是检验我们前面成果的一项内容，也是体现工艺包编制成果的重要内容。对于后面的工程设计来说，设备数据表和仪表数据表是两个最重要的专业条件。前面的PFD、PID做好了，仪表数据表的编制就很简单，如果前面的设计工作尤其是PFD如果没有达到要求的深度，那么要完成数据表的设计并不容易，需要返回补充 PFD的内容。在此，再次强调PFD的重要性。

      目前，中国医药化工和石油化工行业在科学研究（研发R&D）方面的成果不断涌现，但在科研成果工业化过程中，遇到工艺包编制不规范、满足不了工程公司进行相应生产装置工程设计的要求；而在编制工艺包的过程中，也遇到一些困难；采用新工艺的业主，又无法以行业习惯要求技术方提供完整的技术文件，包括工程公司自有技术的工程化实践中，也需要相应的工艺包输入，所涉及的工艺包实际存在一定的不统一、不完善等问题，不利于多方合作和提供工程设计文件的要求。

      经了解，工程公司、设计院包括大专院校、科研机构和生产企业，希望对上述内容进行专题培训，以期提高工艺工程师及其它专业工程师、科学研究技术开发人员、企业技术管理等人员的专业素质，因此我单位特邀请一流工程公司有经验的设计专家结合国内外工程经验进行工艺包编制专题培训。定于202 3年9月21 日- 23日在济南举办 “2023医药化工和石油化工工艺包编制培训班” ；培训采取标准/国家行业有关新规定解读和实际项目案例相结合的培训方式，针对大家普遍及重点关注的内容展开重点讲解交流，请各单位积极派员参加，现将有关事项通知如下：

一、时间地点：

培训时间： 2023年9月21日—23日(21日全天报到)

培训地点： 济南（具体地点通知给已报名人员）

二、培训对象：

参加工艺系统工程设计5年左右的年轻工程师为主，包括配管专业； 企业的工艺技术人员； 研究单位的工艺技术开发人员及高校化工设计课程任课老师； 其他对工艺系统专业设计工作有关的人员； 企业安全管理人员、HAZOP分析有关人员、仪表工程师、管道工程师、设备工程师； 规划计划处、技术管理处、设计管理处等。

三、培训费用：

培训费： 3000元/人（含会议费、资料费等）； 同一企业报名2人以上2500元/人，住宿统一安排，费用自理。

四、主要培训内容：

1、工艺（设计）包是什么？

2、工艺包在工程（基础）设计的作用；

3、工艺包与工艺技术保护、技术诀窍和专利的关系；

4、工艺包应该包括的内容；

5、国内外工艺包的一般内容及深度差异；

6、国内可执行的有关标准解读；

7、在工程建设中，对工艺包的要求；

8、编制工艺包的具体案例介绍；

9、结合标准要求，进行工艺包编制实战；

10、问答、交流环节！

五、讲师简介：

武登忠： 中国寰球工程有限公司教授级高工，担任全国化工工艺系统设计专业委员会副主任（原全国化工工艺系统设计技术中心站），取得注册化工工程师、注册咨询工程师、注册安全工程师和压力管道校审资格；具有40年的工艺系统设计、咨询工作经验；参与煤化工、无机化工、石油化工、LNG、气体分馏工程的设计；经历过工程项目的前期咨询到基础设计、详细设计、现场代表、开车投用全过程。多年来致力于工艺系统中心站的工作，为多家成员单位（工程公司）解决工程设计技术问题。提高工艺系统工程师设计水平业务建设是其主要工作之一。

六、组委会秘书处联系方式：

电    话： 13001080157（同微信）

联 系 人:赵 蕊              

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