年产8万吨合成氨脱碳及再生工艺设计 - 副本
本科生毕业论文（设计）
年产8万吨合成氨脱碳及再生工艺设计
姓名：栗兰冬
指导教师：詹益民
院系：化学化工学院
专业：化学工程与工艺
提交日期：2012年5月5日
目录
中文摘要 (3)
外文摘要 (4)
1.总述 (5)
1.1 设计目的及意义 (5)
1.2 合成氨生产工艺流程概述 (5)
1.2.1合成氨工艺流程 (5)
1.2.2合成氨工艺流程图 (7)
1.3 合成氨脱碳及再生方法 (7)
2. NHD法技术简介 (8)
2.1 原料简介 (8)
2.2 NHD法脱碳及再生原理 (9)
2.3 NHD法参数的选定 (10)
2.4 NHD法脱碳及再生工艺流程图 (12)
2.5 NHD法脱碳及再生工艺流程详述 (12)
2.6 设计任务书 (12)
3. NHD法脱碳及再生工艺物料衡算及能量衡算 (14)
3.1 物料衡算 (14)
3.1.1 吸收塔的物料衡算 (14)
3.1.2 闪蒸过程的物料衡算 (16)
3.1.3 汽提塔的物料衡算 (18)
3.1.4 整个系统二氧化碳的总物料衡算 (18)
3.2 热量衡算 (19)
3.2.1 热量衡算数据 (19)
3.2.2 吸收塔的热量衡算 (19)
3.2.3 闪蒸过程的热量衡算 (20)
3.2.4 汽提塔的热量衡算 (20)
4. 主要设备的计算与选型 (21)
4.1 已知条件 (21)
4.2 吸收塔的操作线方程式 (21)
4.3 塔径的计算 (21)
4.4 填料层有效高度的计算 (22)
4.4.1 传质单元数的计算 (22)
4.4.2 传质单元高度的计算 (23)
5. 生产安全及二氧化碳回收再利用 (24)
5.1 生产安全 (24)
5.1.1 点火源的控制 (24)
5.1.2 防爆电气设备的选用 (24)
5.1.3 有火灾爆炸危险物质的处理 (24)
5.2 二氧化碳回收再利用 (24)
5.3腐蚀及材料的选择 (25)
6. 合成氨脱碳及再生工艺评析与总结 (25)
参考文献 (26)
致谢 (27)
附图 (28)
年产8万吨合成氨脱碳及再生工艺设计
栗兰冬
指导老师：詹益民
（黄山学院化学化工学院，黄山，安徽，245041）
摘要：合成氨中脱碳的方法有很多种，有物理吸收法、化学吸收法、物理-化学吸收法和变压吸附法（PSA）。通过各种吸收方法的比较，本设计采用的是物理吸收法中的聚乙二醇二甲醚法（Selexol Process）。我国原南京化学工业公司研究院开发出的同类脱碳工艺，称之为NHD净化技术，在中型氨厂实验成功。NHD溶液吸收二氧化碳和硫化氢的能力均优于国外的Selexol溶液，价格却较之便宜，目前正在国内推广使用。本设计的主要内容有：合成氨脱碳工艺流程设计与说明、物料衡算、热量衡算、设备选型、生产安全及二氧化碳的回收利用。
关键词：脱碳；NHD净化技术；工艺流程设计；二氧化碳的回收利用
An annual output of 80000 tons of synthetic ammonia decarburization and regeneration process design
Li Landong
Director：Zhan Yimin
(College of Chemistry and Chemical Engineering, Huangshan University, Huangshan,
Anhui,245041)
Abstract: There are many ways of decarburization synthetic ammonia--Physical absorption, Chemical absorption, Physical-Chemical absorption and V ariable pressure adsorption. Through comparison with several other CO2 removal processes, the design USES is Selexol Process of Physical absorption. The former Nanjing chemical industrial company research institute developed decarburization process similar, which is called NHD purification technology and have achieved success in the medium ammonia factory. What the NHD solution to absorb CO2 and H2S ability is better than foreign Selexol solution and is cheaper, which is domestic promoted use at present. The main contents of the design are: synthetic ammonia process design and specification decarburization, material balance calculations, heat balance calculations, equipment selection, production safety and the recycling of carbon dioxide.
Keywords:decarburization; NHD purification technology; process design; the recycling of carbon dioxide
1 总述
1.1 设计目的及意义
毕业设计是对大学所学知识的总结和利用，通过毕业设计可以提高我们对专业知识的系统认识，加深对理论知识的理解。通过设计可以把所学理论知识与实际工艺设计结合起来，来培我们分析、研究和解决实际工程技术问题的思考能力和实践能力，特别是独立探索和获取新知识的能力[1]。合成氨脱碳及再生的工艺设计能使我掌握吸收、闪蒸、汽提等工艺流程设计方法及要点，巩固了我大学四年以来所学的专业知识，增加了解决问题的能力，为我以后的工作打下了坚实的基础。
1.2 合成氨生产工艺流程概述
20世纪初，德国人哈伯（Haber F ?）发明了由氢气和氮气直接合成氨的方法，并于1913年与博茨（Bosch C ?）创建了合成氨工艺，由含碳原料与水蒸气、空气反应制成含2N 和2H 的粗合成气，再经精细地脱除各种杂质，得到2H :2N =3:1（体积比）的合成氨原料气，使其在500～600℃、17.5～20MPa 及铁催化剂作用下合成为氨。近年来，该过程已可在400～450、8～15MPa 下进行。反应为：
32223NH H N =+
氨的最大用途是制氮肥，氨还是重要的化工原料，它是目前世界上产量最大的化工产品之一[2]。
1.2.1 合成氨工艺流程 （1）原料气制备
合成氨的第一个工段为原料气的制备工段。原料气制备的原料为煤和天然气，所含成分为氮和氢。制备原料气所用的原料不同，所用的方法也不同。制备方法有：气化法、非催化部分氧化法和二段蒸汽转化法。
（2）净化
各种方法制得的原料气在送去合成氨之前都需要经过净化，以除去其中的有害杂质，如硫化物、CO 、CO 2等。净化过程包括脱硫过程、CO 变换过程和脱除CO 2过程和脱除少量CO 的过程。
① 脱硫过程
脱硫过程是净化过程的第一个过程。因为含硫化合物（HS 2、SO 2）能使合成氨生产过程的催化剂中毒，所以我们在合成氨工段以前必须把含硫化合物脱除。而且所用的合成氨的原料不同，采用的催化剂也相应的不同。脱硫的方法有物理吸收法和化学吸收法。
② 一氧化碳变换过程
CO 变换过程是净化过程的第二个过程。在合成氨生产过程中，无论用哪种
方法，都会含有CO ，而且其体积分数一般都在百分之十以上。因为
其含量比较高，不利于氨合成反应的进行，所以需要将其脱除。变换反应如下：
222)(H CO O H CO +=+汽
CO 变换过程有两个阶段：高温变换阶段和低温变换阶段。
③ 脱碳过程
脱碳过程是净化过程的第三个过程。经过了CO 的变换过程，粗原料气中还含有H 2、CO 2、CO 和CH 4等气体。因为在这几种气体中，CO 2的含量最多，而且CO 2又能使氨合成催化剂中毒，所以必须脱除CO 2。因为CO 2是制氮肥的原料，所以还要兼顾CO 2的再生问题。脱除CO 2的方法有两大类：物理吸收法和化学吸收法。本设计所用的方法就是物理吸收法。
④ 少量一氧化碳脱除
少量CO 的脱除过程是净化工段的第最后一个过程。虽然前面两个过程已经进行了CO 的变换和CO 2的脱除，但是原料气中还含有少量的CO 和CO 2。当CO 和CO 2的体积分数超过10cm 3/m 3时，就会使氨合成催化剂中毒，所以必须对少量CO 进行脱除。铜氨液吸收法、液氨洗涤法和甲烷化法是脱除CO 的主要方法。
（3）氨合成
氨合成工段是合成氨工艺流程的最后一个工段，也是最核心的部分。在氨合成的过程中，必须在较高的压力，而且有催化剂存在才能进行。因为此反应是可逆反应，且转化率不高，所以需要将N 2和H 2循环进行反应。氨合成反应式如下：
)(23322g NH H N =+
1.2.2 合成氨工艺流程图如下：
图1-1 以煤为原料的合成氨流程
1.3 合成氨脱碳及再生方法
脱除CO 2的方法很多，我们要根据所采用原料的不同来选择不同的方法。随着现代工业的发展，用溶剂吸收法来吸收CO 2越来越受到国内外的欢迎。根据吸收的机理，CO 2的脱除方法可分为以下四大类。
(1) 化学吸收法
化学吸收法的优点有：吸收效果好、容易再生和脱硫化氢。主要方法有乙醇胺法和催化热钾碱法[3]。后者脱碳反应式为：
322322KHCO HO CO CO K =++
此外，还有氨水吸收法。 (2) 物理吸收法
以前脱除CO 2常采用加压水法，再减压将水再生。虽然此法的过程与设备比较简单，但是脱除CO 2的净化度比较差，并且动力消耗也比较高。近年来，随着化工工业的发展，加压水法已经逐渐被新的方法所替代。新开发的方法有：甲醇洗涤法、碳酸丙烯酯法、聚乙二醇二甲醚法等。它们有以下优点：CO 2纯度高，能耗低，净化度高。
(3) 物理—化学吸收法
物理—化学吸收法，顾名思义，就是物理与化学相结合的方法。所谓环丁砜法，是指由乙醇胺和二氧化四氢噻吩的混合溶液作吸收剂的方法，是一种物理—化学吸收法，其中的化学吸收剂是乙醇胺，物理吸收剂是二氧化四氢噻吩。
对于二氧化碳的再生，采用的是NHD溶液法。
(4)变压吸附法（PSA）
变压吸附法技术是利用固体吸附剂在加压下吸附CO2，使气体得到净化。吸附剂再生时减压脱附析出CO2一般在常压下进行，能耗小、操作简便、无环境污染，PSA法还可以用于分离提纯H2、N2、CH4、CO、C2H4等气体。我国在早些年已有国产化的PSA装置，而且技术和规模已达到国际先进水平。
对于合成氨原料气的脱碳及再生，本设计用的是物理吸收法中的NHD法，这种方法在吸收二氧化碳后，只需经过闪蒸和气提，就可以实现二氧化碳的再回收，所用的吸收剂是NHD，气提吹扫的惰性气体选用氮气。
2 NHD技术简介
20世纪80年代初，南化公司研究院成功开发了一种较为先进的脱碳技术---NHD技术，它的工艺流程与国外的Selexol工艺类似，不同的是二者所用溶剂的组分不同。NHD溶液的主要成分是聚乙二醇二甲醚的同系物，由南化院经过静态平衡和模式试验中筛选出最佳组分，分子式为CH3O(C2H4O)n CH3，n为2～8，平均分子量为250～280。该溶剂的化学制品已有杭州化学研究所和山东鲁化集团公司共同研制成功，并且该工艺在国内二十几家中小型化肥企业得以应用，运转情况良好。该技术1984年获得部级鉴定，并获得国家专利。NHD脱碳工艺以其技术上的先进性以及成功的运行实践已经向人们证明，它是当今国内各种脱碳技术中的佼佼者，相信在未来几年里，NHD技术必将在变换气脱碳领域获得更为广阔的空间。
2.1原料简介
①原料气简介
在上述合成氨流程中已经介绍，经过了CO的变换后的原料气中含有大量的CO2。而且还讲述了脱除二氧化碳及二氧化碳再生的原因。在这里就不在重复了，详见合成氨工艺流程脱碳过程。原料气的成分在任务要求里。在本设计里进吸收塔的气体一律采用“原料气”的叫法。
②吸收剂NHD简介
NHD溶剂的主要成分是聚乙二醇二甲醚，分子式为CH3O(C2H4)n CH3，式中n=2～8，平均分子式为250～280。其物理性质见下表：
表1-2 NHD 的物理性质(25℃)
项目
参数 密度（kg/m 3） 蒸气压（Pa ） 表面张力（N/m ） 粘度（MPa·s ） 比热[J/(kg·K)] 冰点（℃） 闪点（℃） 燃点（℃）
1027 0.093 0.034 4.3 2100 -22～-29 151 157
2.2 NHD 法脱碳及再生原理
计算的热力学基础：当二氧化碳气体在吸收塔中分压不太高时，它在NHD 溶剂中的平衡溶解度能较好地服从亨利定律[4]：i i i P H C ?=
当气相压力不高时，气相中各组分符合道尔顿分压定律，故可用此定律： i i y P P ?=
在i y 一定时，提高总压力P ，CO 2在NHD 溶液中的浓度i C 将增大，此时为气体吸收过程。若气体i 为二氧化碳，即为脱碳过程。相反，如果对已经溶解了大量CO 2的NHD 溶剂，在温度及i H 不变的情况下，降低气相总压力，气体CO 2就会从溶液中释放出来，此时为闪蒸过程。由于闪蒸后的NHD 溶液中还有少量的CO 2，所以此时可往溶液中鼓入不含气体CO 2的惰性气体N 2，以致继续降低气相中CO 2的浓度，进一步降低溶液中CO 2气体的浓度i C ,从而达到NHD 溶液再生的目的，使之重复用于吸收。
在二氧化碳气体与NHD 溶剂之间进行传质过程的同时，H 2、N 2、CH 4、CO 等气体也与NHD 溶剂进行吸收和解吸，但是与CO 2在NHD 溶液中的溶解度相比，这些气体在NHD 溶剂中的溶解度要小得多。其溶解度见下表。
表1-1 各种气体在NHD 溶剂中的溶解度
组分 H 2 CO CH 4 CO 2 COS H 2S CH 3SH CS 2 相对溶解度
1.3
2.8
6.7
100
233
893
2270
2400
由于硫化氢和有机硫在前面的脱硫工段已经脱除了大部分，剩下的含量很少，故可以看作NHD 只吸收二氧化碳，其它气体则为惰性气体。
计算的动力学基础：通过对NHD 溶剂吸收2CO 的传质研究，测得2CO NHD -系统的扩散系数:
T
e
D 2680
0723.0-?=
2CO NHD -系统的液膜传质系数与温度的关系式为：
T L e k 018.04-1023.2??= NHD 溶剂吸收2CO 的速率方程式可以写成： )(222*
-?=CO CO G CO P P K G
由于NHD 溶剂吸收2CO 时的传质阻力主要是在液相，所以对此物理吸收过程有：
L
G G Hk k K 1
11+
= 由于过程速率主要取决于2CO 在NHD 液相中的扩散速率，则上式可简化为：
L G Hk K =
虽然提高气相总压对G K 并无明显影响，但是提高了2CO P ，从而使吸收2CO 的推动力*
-22CO CO P P 增加了，故2CO G 也相应的增大。由此可见，提高气相总压对提高吸收速率是有利的。如果降低了吸收的温度，不仅会使H 值提高了(即提高了
G K 值)，而且温度降低会使液相浓度的平衡分压2
CO P *降低，从而导致了吸收2CO 的推动力*
-22CO CO P P 增大。因此降低吸收温度，会极大地增加吸收速率。 2.3 NHD 法脱碳及再生工艺参数的选定 ① 脱碳流程的选择
鉴于聚乙二醇二甲醚脱除CO 2是个典型的物理吸收过程，从1965年至今二十多年来，世界上几十个工业装置都采用吸收—闪蒸—气提的溶液循环过程，其中闪蒸操作可分为几级，逐级减压，高压闪蒸气中含有较多的氢气等有用的气体，一般让它返回系统予以回收，或做燃料用，低压闪蒸气含CO 2可达到93%以上，常用之于尿素生产[5]。
经闪蒸、气提等手段再生的溶液充作半贫液进入脱碳塔中部，用以吸收进口气体中大部分CO 2。进入脱碳塔顶的贫液来自热再生塔，由于这部分溶液的再生更彻底，温度也不高，因此降低了塔顶CO 2的平衡分压，保证了净化气中CO 2含量小于1.0%的指标。
由于气相中带走的NHD 溶剂损耗极少，因此不设溶剂洗涤回收装置。 ② 脱碳再生操作温度的选择
在吸收压力及进脱碳塔气的CO 2浓度为定值时，二氧化碳在聚乙二醇二甲醚中的平衡溶解度随温度降低而升高。所以，降低脱碳温度，有利于加大吸收能
力，减少溶液循环量和输送功率，也有利于提高净化度。更由于溶剂蒸汽压随温度降低而降低，可使系统的溶剂损耗减少，但低温下的溶剂粘度大，传质慢，增加了填料层高度和冷量损失。
据计算，脱碳负荷，填料层高度，吸收压力等条件均相同时，脱碳贫液温度为25℃时，净化度为0.2%，贫液温度降低到-1℃，净化度可达0.06%。在这里脱碳塔的操作温度选27℃。
对于二氧化碳的再生，其操作温度选常温，25℃。
③脱碳再生操作压力的选择
在NHD法脱碳及再生原理中已经讲述，吸收压力越高，越有利于吸收的进行。但合成氨厂的脱碳压力由压缩机型及流程总体安排所决定，所以只要脱碳系统的二氧化碳的分压达到0.4MPa以上，用NHD脱碳就可以获得良好的综合技术经济指标。所以，我这次设计吸收压力为1.4MPa，二氧化碳的分压为0.42MPa。
解吸的操作压力我选择常压，即一个大气压，这样有利于设备的运行。
④气提剂的选择
本设计采用氮气作为气提气，因此，解决了溶液中硫化物的氧化析硫问题，改善了整个系统的可操作性，更是脱碳塔以预饱和CO2的溶液作贫液这种先进工艺的采用的先决条件。
⑤脱碳塔气液比的确定
在其它工艺条件不变时二氧化碳净化度随着气液比的增大而降低。下表中模式数据显示了这种影响。从该表中看到，在吸收再生条件均相近的情况下，吸收塔气液比越小，净化度越高。(吸收压力均在2.5～2.8MPa，吸收温度均在26～34℃，气提空气/溶剂在18.2～23.6)。
表2-1 二氧化碳净化度随着气液比的变化
序号气液比容积吸收CO2能
力3
3m
)
(标
m
)
(
2
含量
mol
CO
进塔气净化气
1 43.
2 11.0 25.6 0.1
2 49.8 12.9 26.2 0.4
3 54.0 14.2 26.0 0.4
4 62.0 16.2 27.2 1.4
若要保证一定的CO2净化度，则气液比提高所产生的不利影响，需通过提高填料层高度来弥补。下表列出了在某工艺条件下，将CO2由进口的41.73%脱到0.5%的对比数据。如表2-2所示：
表2-2 CO2脱除前后的对比数据
序号A B C D E F G H 气液比80.778.984.273.769.266.063.561.9
脱碳能力
63.555.744.734.429.929.226.825.2 m3(标)/m3
净化度
0.0200.0160.7130.0860.0530.0200.0170.015
CO2%
2.4 NHD法合成氨脱碳及再生工艺流程图
合成氨脱碳及再生工艺流程如下：
图2-1 合成氨脱碳及再生流程简图
2.5NHD法脱碳及再生工艺流程详述
该工艺的的主要过程如下：原料气自吸收塔下部加入，自塔顶部引入的Selexol溶液与原料气逆流接触吸收二氧化碳。从吸收塔底部流出的富液经水力透平机回收动力后进入循环气闪蒸罐，经多级降压闪蒸首先解吸出氢气、氮气和一氧化碳等气体，闪蒸气经分离及压缩返回吸收塔或原料气管线。后几级解吸可将大部分二氧化碳解吸出来，二氧化碳纯度可达99℅解吸二氧化碳的溶剂送往气提塔再生，溶剂从气提塔顶部加入，空气从塔底部进入以吹出溶液中残余的二氧化碳，再生后的溶液（贫液）由气提塔流出并用泵打至吸收塔顶部循环利用。
2.6 设计任务书
任务要求：
本设计要求年脱除合成氨中脱碳的原料气8万吨，原料气的成分如下表：
表1-3 原料气各组分的摩尔含量
组成CO
CO H2N2CH4
2
含量0.240.2630.3460.1310.02
工艺条件:
气液两相的入塔温度均为25℃；
吸收塔操作压力1.4MPa，解析塔操作压力为常压；
吸收剂的入塔浓度根据操作情况而定；
设计目标:
经脱碳后二氧化碳含量≤1.0℅；
再生段二氧化碳回收率≥96℅；
脱碳塔压差≤20KPa;
汽提塔压差≤20KPa.
工艺参数：
原料气压力：常压；
进脱碳塔气体温度：25℃；
脱碳塔操作压力：P=1.4MPa；
脱碳塔操作温度：T=27℃；
进脱碳塔溶液含二氧化碳的量：0.001；
进脱碳塔溶液温度：25℃；
闪蒸槽操作压力：常压；
闪蒸槽操作温度：25℃；
进汽提塔氮气温度：30℃；
汽提塔操作压力：26.66KPa;
汽提塔操作温度：25℃；
年工作日340天。 主要内容：
总述（包括毕业设计的目的及意义、合成氨生产工艺流程概述、合成氨脱碳及再生方法等）、NHD 法技术、物料衡算、热量衡算、主要设备的计算和选型、生产安全及二氧化碳回收再利用、本设计评价与总结、绘制带控制点的流程图（见附图1）及主要设备图（见附图2）。 生产规模：
本设计年处理的合成氨脱碳的粗合成气为8万吨，全天候连续生产，按每年340个工作日；即每天处理粗合成气235.29吨。 3 NHD 法脱碳及再生工艺物料衡算及能量衡算 3.1 物料衡算 总的物料衡算式如下：
进入系统的物料的量=输出系统的物料的量[6]
3.1.1 吸收塔的物料衡算 已知条件如物料数据表中； 原料气的平均摩尔质量为：
kmol
kg M /22.6040.02160.131280.34620.263280.2444=?+?+?+?+?=
按每年340天生产计算； 进塔气的摩尔流量为：
h kmol kmol
kg h kg
q n /725.433/604.22243401087=????=
体积流量为：
h
m h m G h kmol h kmol q CO n CO n /7.2331/44.971524.0/09.104/725.43324.033,,22=?==?=
所以惰性气体的物质的量流量为：
h
m h m G G G h kmol h kmol q q q CO n n B n CO n n B n /3.7383/)71.233144.9715(-/635.329/)09.104725.433(-3
3
,,,,22=-===-==
其中各组分的含量如下表：
表2-3 净化气中各组分的含量
组分 CO H 2 N 2 CH 4 摩尔流量(kmol/h) 114.07 150.07 56.82 8.675 体积流量(m 3/h)
2555.16
3361.54
1272.72
194.31
进塔气中CO 2摩尔含量为y 1=0.24，则：
其摩尔比为： V Y 2 L X 2
316.024
.0-124
.0-1111===
y y Y 已知净化气中CO 2的含量为0.01，则：
01.001
.0-101
.0-1222≈==
y y Y 已知吸收液NHD 中CO 2的含量:x 2=0.001，则
001.0001
.0-1001
.0-1222≈==
x x X 且 V Y 1 L X 1 h kmol q V B n /635.329,==
已知S=15.87m 3/h;
则净化气的摩尔流量为： 图3-1 吸收塔的物料衡算图
h kmol h kmol V q j n /93.33201.1/635.329)01.01(,=?=+=
体积流量为：
h
m kmol m h kmol h m q G j n j n /632.7457/4.22/93.332/4.223
33,,=?=?=
故净化气中的CO 2摩尔流量为：
h kmol h kmol q q j n CO j n /32.301.0/93.33201.0,,,2=?=?=
其体积流量为：
h m G G j n CO j n /576.7401.03,,,2=?=
则被吸收的CO 2的体积流量为：
h m h m G G G CO j n CO n CO x /134.2257/)576.7471.2331(33,,,,222=-=-=
则其摩尔流量为：
h kmol h kmol G q CO x CO x /765.100/4
.2222,,==
查资料得CO 2在压力为0.42MPa ，温度为27℃下的溶解度S=15.87m 3/h ； 则吸收CO 2所需的NHD 的量为：
h m h m S
G G CO x NHD /226.142/87
.15134.225733
,2
==
=
其摩尔流量为：
h
kmol h
kmol M G L NHD L NHD /79.561/260
1027
142.226=?=?=
ρ 取NHD 中的杂质含量为0.6℅，则真实所需的NHD 为：
h kmol h kmol M G L NHD L NHD /79.561/260
1027
142.2261=?=?=
ρ
其体积流量为：
h m h m G G NHD NHD /08.143/)0.0061(33'
=+?=
如图3-1，可通过全塔物料衡算：
1221X L Y V X L Y V ?+?=?+?[7]
1525.0-10.1811
1
11==
=x x x X X 得：，由得到： 从塔底流出的富液量为：
h kmol h kmol q L L CO x /925.665/)765.10016.565(2,12=+=+=
回收率为：
0.9680.316
0.0111122
=-=-
=Y Y CO ? 分别求得净化气中各组分的摩尔含量如下表：
表2-4 净化气各组分的摩尔含量
组分 CO 2
CO H 2 N 2 CH 4 含量
0.01
0.343
0.451
0.170
0.026
3.1.2 闪蒸过程的物料衡算
① 循环气闪蒸过程的物料衡算
因为循环气闪蒸罐解吸出来的是H 2、CO 、N 2、CH 4等气体，故与CO 2无关，假设这些气体完全解吸出来。
因此此时解吸出的N 2、H 2、CO 、CH 4的含量极少，故可忽略，不影响溶液的流量，仍可看做：h kmol L /665.9252=
CO 2的摩尔白分量为x 1=15.25℅ ② 中间闪蒸罐、低压闪蒸罐的物料衡算
经三次闪蒸后CO 2回收率的99℅，假设三次回收的CO 2相同，则每次回收的量为：
h
kmol h kmol x L q co n /48.33/1525.0925.66533.033.012,2=??=??=
1
,D n q 1=y 2,D n q 1=y 3,D n q
y
L2 x 1
1
,w n q
'
1
x
2,w n q '
2x
1,w n q '1x 2,w n q '2x 3,w n q '
3x
图3-2 闪蒸罐的物料衡算图
则
h kmol q q q D n n D n /48.33321,D ,,===
如图3-2，对中间闪蒸罐进行物料衡算：
1
111,,21,1,12w n D n w n D n q q L x q y q x L +=?+?=? 1076.0,/445.6321,1==x h k m o l q w n 得出：
同理，对后面两个低压闪蒸罐进行物料衡算得：
0019.0,/485.565;0577.0,/965.598'
3,'
2,32====x h kmol q x h kmol q w n w n
则解吸出的CO 2的流量为100.44kmol/h,随溶液流出的CO 2的流量为1.074kmol/h 。
中 间 闪 蒸
罐
低 压 闪 蒸 罐
低 压 闪 蒸 罐
3.1.3 汽提塔的物料衡算
流入汽提塔的流量为：h kmol q L w n /485.5653,3== CO 2的摩尔量为：0019.0'
3=x
要求出塔中CO 2的摩尔分数为： 0.0011=X 设此时剩下的CO 2的摩尔流量为：x q kmol/h,则
h kmol q L q q x x x
/5661.001.03
==+得出：
出塔气中CO 2的量为：
h m q G h kmol q q q Y Y x CO j Y /396.114.22/5083.03,2
222=?==-=其体积流量：
令氮气的进气量与B G 进液的气液比取6～8，这里取8，则
h m h m L G B /64.1144/143.0888331'
=?==
其摩尔流量为：
h kmol G
q B B /1.514
.22'
'
==
则出塔气中CO 2的摩尔分数为：
0098.0h
51.1)kmol/(0.5083/5083.02=+=
h
kmol y
出塔液摩尔流量为：
h kmol h kmol L /975.564/)0.565564.41(4=+= 3.1.4 整个系统二氧化碳的总物料衡算 对CO 2进行全流程的衡算：
h
kmol h kmol q q q q CO h kmol x q CO CO j n Y x CO j C CO n j /044.104/)329.35083.05661.044.100(/094.1042
222,,,,22=+++=+++==?=， 所以：c j CO CO ,22≈， 符合物料平衡。
3.2 能量衡算 3.2.1 热量衡算数据
K)
/(kmol 546;/33792'
22?==kJ C NHD kmol kJ Q NHD CO L CO 的比热容为：的溶解热为：溶于3.2.2 吸收塔的热量衡算 全塔的热量衡算式为：
211L g L S n Q Q Q Q Q +=++
原料气带入的热量的计算：
已知原料气的压力为常压，温度为25℃， 因压力不高，故可有：
T C q Q n ???=
由
332210T T a a T a a R
C ig
P
+++=
并查文献得[8]：
表3-1 原料气各组分的比热容
组分
CO 2 CO H 2 N 2 CH 4 )/(kmol kJ C ig
P
36.32
28.69
28.91
28.86
33.06
ol
33.58kJ/km ol 0.02)kJ/km 33.060.13128.860.34628.910.36328.690.24(36.32)
y (C i ig
P =?+?+?+?+?=?∑=gn C 则原料气带入的热量为：
J/h 364112.14k ol 173)]kJ/km -(29833.58[433.725=??=???=T C q Q gn n n
同理可得：
单位时间内气体的溶解热为：h kJ Q S /9.3405050= 进塔溶液带入的热量为：h kJ Q L /7668433.51= 净化气带出的热量为：h kJ Q g /71.2594252= 塔底富液带出的热量：
x L L L Q T T C L Q +-?=)(02222
合成氨工艺流程
合成氨工艺流程标准化管理部编码-[99968T-6889628-J68568-1689N]
将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器，除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段，加压到~，送入脱硫塔，用溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢，随后，气体经饱和塔进入热交换器，加热升温后进入一氧化碳变换炉，用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体，返回热交换器进行降温，并经热水塔的进一步降温后，进入变换器脱硫塔，以除去变换时产生的硫化氢。然后，气体进入二氧化碳吸收塔，用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段，升压到压缩机~后，依次进入铜洗塔和碱洗塔，使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20（ppm）以下，以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段，升压到~MPa进入滤油器，在此与循环压缩机来的循环气混合，经除油后，进入冷凝塔和氨冷器的管内，再进入冷凝塔的下部，分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间，与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下，将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中，约含氨10~20%，经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后，其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成，为了调节氢氮比，在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气，这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段：空气从煤气炉的底部吹入，使燃料燃烧，热量贮存于燃料中，为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。上吹制气阶段：从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽，和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段：将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入，生成的半水煤气由炉底引出。二次上吹制气阶段：水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层，将炉底残留的半水煤气排净，为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段：从炉底部吹入空气，所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源，并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程，然后重新转入吹风阶段，进入下一个循环。原料气的净化：除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质，将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗（脱除二氧化碳）、铜洗（脱除一氧化碳）、碱洗（脱除残余二氧化碳）等几个工段构成，主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫：原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀，而且能引起催化剂中毒，必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂，当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附，脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫，再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液，当含硫气体通过脱硫剂时，硫化物被液体剂吸收，除去气体中的绝大部分硫化氢。
乙二醇生产工艺
乙二醇生产工艺
摘要 乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求。因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。 关键词：乙二醇；环氧乙烷；水合法。
目录 前言 (1) 1文献综述........................................................................... 1.1 乙二醇工业的发展[1][2]........................................
前言 乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，是大宗有机化工产品。广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，还可用于除冰剂、表面涂料、表面活性剂、增塑剂、不饱和聚酯树脂以及合成乙二醇醚、乙二醛、乙二酸等化工产品的原料，虽然乙二醇产品用途极广，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求，乙二醇自给率不足50%，如图1有相当大的部分需要进口，易受国际市场供求关系的影响。因此，发展和技术改造乙二醇工艺设计对我国经济发展有着重要的意义。 随着我国市场经济的发展，以前那种单纯*增大原料和能源的消耗来提高产量的做法已逐渐被淘汰，继续这种做法的企业已经濒临破产倒闭；现在只有依*科技的力量，通过技术的改造来降低能源的消耗，同时使各种生产数据得到优化的配置，才是摆脱困境最有效的方法。 乙二醇工艺设计中，乙二醇的精制是整个工艺流程的核心部分，关系着乙二醇产品的质量和产量。因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。 该技术具有世界共同发展趋向的节能性，是生产乙二醇工艺的重大突破。 图1 我国近些年乙二醇的供需情况 年份 产量 万吨/年 进口量 万吨/年 需求量 万吨/年 自给率 % 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 90 80 90 96 94 110 156 174 214 105 160 214 251 339 400 406 480 522 195 240 304 347 433 510 562 654 736 46 33 30 28 22 21 28 27 29 第1章文献综述
-合成氨原料气的制备方法
年产五十万吨合成氨的原料气制备工艺筛选 合成氨生产工艺流程简介 合成氨因采用的工艺不同其生产流程也有一定的差别，但基本的生产过程都大同小异，基本上由原料气的生产、原料气的净化、合成气的压缩以及氨合成四个部分组成。 ●原料气的合成 固体燃料生产原料气：焦炭、煤 液体燃料生产原料气：石脑油、重油 气体燃料生产原料气：天然气 ●原料气的净化 CO变换 ●合成气的压缩 ●氨的合成 工业上因所用原料制备与净化方法不同，而组成不同的工艺流程，各种原料制氨的典型流程如下： 1)以焦炭（无烟煤）为原料的流程 50年代以前，世界上大多数合成氨厂采用哈伯-博施法流程。以焦炭为原料的吨氨能耗为88GJ，比理论能耗高4倍多。 我国在哈伯-博施流程基础上于50年代末60年代初开发了碳化工艺和三催化剂净化流程： ◆碳化工艺流程将加压水洗改用氨水脱除CO2得到的碳酸氢铵经结晶，分离后作 为产品。所以，流程的特点是气体净化与氨加工结合起来。 ◆三催化剂净化流程采用脱硫、低温变换及甲烷化三种催化剂来净化气体，以替代 传统的铜氨液洗涤工艺。 2)以天然气为原料的流程 天然气先要经过钴钼加氢催化剂将有机硫化物转化成无机硫，再用脱硫剂将硫含量脱除到以下，这样不仅保护了转化催化剂的正常使用，也为易受硫毒害的低温变换催化剂应用提供了条件。 3)以重油为原料的流程 以重油作为制氨原料时，采用部分氧化法造气。从气化炉出来的原料气先清除炭黑，经CO耐硫变换，低温甲醇洗和氮洗，再压缩和合成而得氨。 二、合成氨原料气的制备方法简述 天然气、油田气、炼厂气、焦炉气、石脑油、重油、焦炭和煤，都是生产合成氨的原料。除焦炭成分用C表示外，其他原料均可用C n H m来表示。它们呢在高温下与蒸汽作用生成以H2和CO为主要组分的粗原料气， 这些反应都应在高温条件下发生，而且为强吸热反应，工业生产中必须供给热量才能使其进行。 按原料不同分为如下几种制备方法： ●以煤为原料的合成氨工艺 各种工艺流程的区别主要在煤气化过程。 典型的大型煤气化工艺主要包括固定床碎煤加压气化工艺、德士古水煤浆加压气化工艺以及壳牌干煤粉加压气化工艺。 ①固定床碎煤气化
年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计
年产30万吨合成氨脱碳 工艺项目 可行性研究报告 指导教师：姚志湘 学生：魏景棠
目录 第一章总论 (3) 1.1 概述 (3) 1.1.1 项目名称 (3) 1.1.2 合成氨工业概况 (3) 1.2 项目背景及建设必要性 (4) 1.2.1 项目背景 (4) 1.2.2 项目建设的必要性 (4) 1.2.3 建设意义............................................................................. 错误！未定义书签。 1.2.4 建设规模 (4) 第二章市场预测 (6) 2.1国内市场预测 (6) 2.2 产品分析 (6) 第三章脱碳方法及种类.. (7) 3.1 净化工序中脱碳的方法. (7) 3.1.1 化学吸收法 (7) 3.1.2 物理吸收法 (8) 3.1.3 物理化学吸收法................... (8) 3.1.4 固体吸收法 (10) 3.2碳酸丙烯酯（PC）法脱碳基本原理 (10) 3.2.1 PC法脱碳技术国内外的情况 (10) 3.2.2 发展过程 (10) 3.2.3 技术经济 (11) 3.2.4 工艺流程 (11) 3.2.5 存在的问题及解决方法 (12) 3.2.6 PC脱碳法发展趋势 (13)
第一章项目总述 2.1 概述 1.1.1项目名称 年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计 1.1.2合成氨工业概况 1898年，德国A.弗兰克等人发现空气中的氮能被碳化钙固定而生成氰氨化钙（又称石灰氮），进一步与过热水蒸气反应即可获得氨： CaCN2＋3H2O（g）→2NH3（g）＋CaCO3 在合成氨工业化生产的历史中，合成氨的生产规模（以合成塔单塔能力为依据）随着机械、设备、仪表、催化剂等相关产业的不断发展而有了极大提高。50年代以前，最大能力为200吨/日，60年代初为400吨/日，美国于1963年和1966年分别出现第一个600t/d 和1000t/d的单系列合成氨装置，在60-70年代出现1500-3000t/d规模的合成氨。 世界上85%的合成氨用做生产化肥，世界上99%的氮肥生产是以合成氨为原料。虽然全球一体化的发展减少了用户的选择范围，但市场的稳定性却相应地增加了，世界化肥生产的发展趋势是越来越集中到那些原料丰富且价格便宜的地区，中国西北部有蕴藏丰富的煤炭资源，为发展合成氨工业提供了极其便利的条件。 2.2 项目背景及建设必要性 1.2.1 项目背景 我国是一个人口大国，农业在国民经济中起着举足轻重的作用，而农业的发展离不开化肥。氮肥是农业生产中需要量最大的化肥之一，合成氨则是氮肥的主要来源，因而合成氨工业在国民经济中占有极为重要的位置。 我国合成氨工业始于20世纪30年代，经过多年的努力，我国的合成氨工业得到很大的发展，建国以来合成氨工业发展十分迅速，从六十年代末、七十年代初至今，我国陆续引进了三十多套现代化大型合成氨装置，已形成我国特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小规模并存的合成氨生产格局。目前我国合成氨产能和产量己跃居世界前列。 但是，由于在我国合成氨工业中，中小型装置多，技术基础薄弱，国产化水平低，远远不能满足农业生产和发展的迫切需要，因此，开发新技术的同时利用计算机数学模型来提高设汁、生产、操作和管理等的核算能力，促进设计、管理和生产操作的优化，从而推动合成氨工业发展，提升整体技术水平，己成为国内当前化学工程科研、工程设计的重要课题。
乙二醇工艺路线
乙二醇(EC)是一种重要的基本有机化工原料，主要用来生产聚酯纤维(PET)、塑料、橡胶、聚酯漆、胶粘剂、非离子表面活性剂、乙醇胺以及**，也大量用作溶剂、润滑剂、增塑剂和防冻剂等，国内外市场前景广阔。据统计，2006年我国乙二醇表观消费量高达560万t，而实际生产总量为156万t，乙二醇进口量超过400万t，国内市场严重供不应求。 传统的乙二醇生产方法是走石油化工路线。1938年由美国UCC 公司首先建立了○1乙烯在银催化剂作用下氧化生成环氧乙烷，再由环氧乙烷水合生成乙二醇的工业装臵，直到目前，该工艺路线仍然是生产乙二醇的主要途径。上世纪70年代第一次石油危机发生后，人们就意识到开拓石油替代资源的重要性，进行了许多以C，为原料合成乙二醇的研究，其中美国的联碳化学公司和日本宇部兴产公司作了较为系统的研究。上世纪80、90年代，中科院福建物质结构研究所、成都有机所、天津大学等也都开展了类似的大量研究工作，并初步显示了良好的产业化应用前景。 近年来，随着世界石油资源的日渐短缺，开辟新的乙二醇生产工艺以摆脱对石油路线的依赖已成为当务之急。本文简要回顾了国内外由合成气制乙二醇的主要研发路线，并着重介绍了合成气经草酸酯加氢制乙二醇技术的研究现状。 1 合成气制备乙二醇技术路线 合成气原料来源比较广泛，目前以合成气1为原料合成乙二醇的路 1合成气是以一氧化碳和氢气为主要组分，用作化工原料的一种原料气。合成气的原料范围很广，可由煤或焦炭等固体燃料气化产生，也可由天然气和石脑油等轻质烃类制取，还可由重油经部分氧化法生产。
线可归纳为直接合成法和间接合成法，而间接合成法则是利用了由合成气制造甲醇的成熟技术，由甲醇制甲醛来间接合成乙二醇产品。合成气经草酸酯加氢制乙二醇，从其技术路线来讲也是一种间接合成工艺。 1.1 合成气直接合成乙二醇 美国Du Pont公司于上世纪50年代就开展由合成气直接合成乙二醇的研究，该反应属于气-液反应，反应器为填料塔，反应温度30-80℃，常压，不需要催化剂。反应(1)和(2)是一个循环，循环的物质是NO。 生成草酸酯的总反应： 2CH3OH+2CO+1/2O2→(COOCH3)2+H2O (3) 草酸二乙(甲)酯进一步加氢生成乙醇酸乙(甲)酯或乙二醇： (COOCH3)2+2H2→CH2OHCOOCH3+CH3OH (4) (COOCH3)2+4 H2→(CH2OH)2+2CH3OH (5) 过度加氢则生成乙醇： (CH2OH)2+H2→CH3CH2OH+H2O (6) 由合成气生成乙二醇的总反应为： 2CO+1/2O2+4H2+(CH2OH)汁H2O (7) 2.2 国外研究现状 国外研究草酸酯合成乙二醇的研究最早从液相法开始。 日本宇部兴产和美国联碳公司合作开发通过草酸二烷基酯由合成气间接合成乙二醇的工艺。该工艺先以CO和丁醇为原料，Pd/C 为催化剂，在反应温度90℃，压力9.8MPa下，通过液相反应合成草
合成氨脱碳工艺.doc.doc
合成氨脱碳工艺简介 合成氨生产工艺简述 合成氨是一个传统的化学工业，诞生于二十世纪初。就世界范围来说，氨是最基本的化 工产品之一，其主要用于制造硝酸和化学肥料等。合成氨的生产过程一般包括三个主要步骤: （l ）造气，即制造含有氢和氮的合成氨原料气，也称合成气； （2）净化，对合成气进行净化处理，以除去其中氢和氮之外的杂质； （3）压缩和合成，将净化后的氢、氮混合气体压缩到高压，并在催化剂和高温条件下 反应合成为氨。其生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收 制冷及输人氨库和氨吸收八个工序[1]。 在合成氨生产过程中，脱除CO2是一个比较重要的工序之一，其能耗约占氨厂总能耗 的10%左右。因此，脱除 CO2，工艺的能耗高低，对氨厂总能耗的影响很大，国外一些较 为先进的合成氨工艺流程，均选用了低能耗脱碳工艺。我国合成氨工艺能耗较高，脱碳工艺技术也显得比较落后，因此，结合具体情况，推广应用低能耗的脱除CO2工艺，非常有必要。 1.1.4 脱碳单元在合成氨工业中的作用 在最终产品为尿素的合成氨中，脱碳单元处于承前启后的关键位置，其作用既是净化合成气，又是回收高纯度的尿素原料CO2。以沪天化 1000t/d 合成氨装置脱碳单元为例，其需 要将低变出口的 CO2含量经吸收后降到 0.1% 以下，以避免甲烷化系统超温并产生增加能耗 的的合成惰气，同时将吸收的CO2再生为 99%纯度的产品 CO2。在此过程中吸收塔压降还 应维持在合理范围内以降低合成气压缩机的功耗。系统的扩能改造工程中，脱碳单元将为系统瓶颈，脱碳运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置的能力，必须同步进行扩能改造。 但是不论用什么原料及方法造气，经变换后的合成气中都含有大量的CO2，原料中烃的分子量越大，合成气中 CO2就越多。用天然气（甲烷 )为原料的烃类蒸汽转化法所得的CO2 量较少，合成气中 CO2浓度在15-20%，每吨氨副产 CO2约 1.0-1.6 吨。这些 CO2如果不在合成工序之前除净，不仅耗费气体压缩功，空占设备体积，而且对后续工序有害。此外， CO2还是重要的化工原料，如合成尿素就需以CO2为主要原料。因此合成氨生产中把脱除工艺 气中CO2的过程称为“脱碳”，在合成氨尿素联产的化肥装置中，它兼有净化气体和回收纯净CO2的两个目的。 1.1.5 脱碳方法概述 由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经物理吸收或者化学吸收法吸收二氧化 碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1% 。为了防止气体夹带出脱碳液，脱碳后的液体进 人洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富液经换热器后，减压送至二氧化碳再生塔，用蒸汽加热再沸器，再脱去二氧化碳。由再生塔顶出来的CO2，经空冷器和水冷器，气体温度降至40℃，再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。 再生后的脱碳液（贫液），先进溶液空冷器，冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压，再经溶 液水冷器冷却至 40℃后，送入二氧化碳吸收塔循环使用。 1.2 净化工序中脱碳方法 在合成氨的整个系统中，脱碳单元将为系统关键主项，脱碳工序运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置和尿素装置的能力。CO2 是一种酸性气体，对合成氨合成气中CO2的脱除，一般采用溶剂吸收的方法。 根据 CO2与溶剂结合的方式，脱除CO2的方法有化学吸收法、物理吸收法和物理化学 吸收法三大类。 1.2.1 化学吸收法 化学吸收法即利用CO2是酸性气体的特点，采用含有化学活性物质的溶液对合成气进 行洗涤， CO2与之反应生成介稳化合物或者加合物，然后在减压条件下通过加热使生成物分
年产450吨丁酮乙二醇缩酮的车间工艺设计
精细化学品生产技术 课程设计说明书 题目:年产450吨丁酮乙二醇缩酮的车间工艺设 计 学生： 000 学号： 000 班级： 000 指导教师 000 成绩：
课程设计任务书 (4) 总论 (6) 1.产品概述 (6) 第一章工艺流程概述 (9) 1. 产品介绍 (9) 1.1产品名称：丁酮乙二醇缩酮 (9) 1.2分子式： (9) 1.3产品性质 (9) 1.4产品用途 (10) 2. 工艺流程概述 (10) 2.1合成路线 (10) 2.2生成工艺流程框图[13] (10) 3原辅料介绍 (10) 3.1丁酮 (10) 3.2乙二醇 (11) 4. 对苯二甲酸 (12) 4.1名称：对苯二甲酸 (12) 4.2物理性质 (12) 4.3化学性质 (13) 4.4毒性危害 (13) 5. 环己烷 (13) 5.2物理性质 (14) 5.3化学性质 (14) 5.4毒性和危害 (15) 第二章工艺计算 (15) 第一节物料衡算 (15) 1. 做出物料流程图，确定计算范围 (15) 2物料计算[5] (16) 第二节热量衡算 (18) 1.热量平衡式 (18) 2.热量衡算 (18) 2.3物料带入设备的热量Q1（设室温为25℃） (19) 2.4、反应釜回流过程的热量衡算[10] (19) 2.5加热剂与反应系统交换的总热量Q (20) 2.6.能量汇总表： (20) 第三章设备计算和选型 (20) 3.1.反应罐 (20) 3.1.1材质 (20) 3.1.2.结构 (21) 3.2.搅拌器 (21)
3.3.原料的原始密度的计算 (21) V (21) 3.4每昼夜处理的物料总体积d 3.5.反应器的工艺计算及选型 (21) 3.6选型[12] (22) 第四章主要技术经济指标 (24) 4.1物料规格表： (24) 4.2 .车间水.电.水蒸气的消耗量M (25) 4.3成本消耗综合表： (26) 第五章环保安全 (27) 5.1.环境保护 (27) 5.2．安全措施 (28) 第六章设备结构图 (28) 第七章设计的体会和收获 (31) 第八章参考文献 (32)
产万吨合成氨脱碳工段工艺设计方案
年产30万吨合成氨脱碳 工艺工程 可行性研究报告 指导教师：姚志湘 学生：魏景棠
目录 第一章总论3 1.1 概述3 1.1.1工程名称3 1.1.2合成氨工业简况3 1.2 工程背景及建设必要性4 1.2.1工程背景4 1.2.2工程建设的必要性4 1.2.3建设意义错误！未定义书签。 1.2.4建设规模4 第二章市场预测 (6) 2.1国内市场预 测 (6) 2.2 产品分析 (6) 第三章脱碳方法及种类.... .. (7) 3.1 净化工序中脱碳的方法.. (7) 3.1.1化学吸收 法 (7) 3.1.2物理吸收 法 (8) 3.1.3物理化学吸收法.................. (8) 3.1.4 固体吸收法 (10) 3.2碳酸丙烯酯 3.2.4 工艺流程 (11) 3.2.5 存在的问题及解决方法 (12) 3.2.6 PC脱碳法发展趋势 (13) 第一章工程总述 2.1 概述 1.1.1工程名称 年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计 1.1.2合成氨工业简况 1898年，德国A.弗兰克等人发现空气中的氮能被碳化钙固定而生成氰氨化钙<又称石灰氮），进一步与过热水蒸气反应即可获得氨： CaCN2＋3H2O 摘要 乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求。因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。 关键词：乙二醇；环氧乙烷；水合法。 目录 前言 (1) 1文献综述........................................................................... 1.1? 乙二醇工业的发展[1][2]........................................ 前? 言 乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，是大宗有机化工产品。广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，还可用于除冰剂、表面涂料、表面活性剂、增塑剂、不饱和聚酯树脂以及合成乙二醇醚、乙二醛、乙二酸等化工产品的原料，虽然乙二醇产品用途极广，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求，乙二醇自给率不足50%，如图1有相当大的部分需要进口，易受国际市场供求关系的影响。因此，发展和技术改造乙二醇工艺设计对我国经济发展有着重要的意义。 随着我国市场经济的发展，以前那种单纯*增大原料和能源的消耗来提高产量的做法已逐渐被淘汰，继续这种做法的企业已经濒临破产倒闭；现在只有依*科技的力量，通过技术的改造来降低能源的消耗，同时使各种生产数据得到优化的配置，才是摆脱困境最有效的方法。 乙二醇工艺设计中，乙二醇的精制是整个工艺流程的核心部分，关系着乙二醇产品的质量和产量。因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。 该技术具有世界共同发展趋向的节能性，是生产乙二醇工艺的重大突破。 ?图1 我国近些年乙二醇的供需情况 年份 产量 万吨/年 进口量 万吨/年 需求量 万吨/年 自给率 % 2000 2001 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 90 80 90 96 94 110 156 174 214 105 160 214 251 339 400 406 480 522 195 240 304 347 433 510 562 654 736 46 33 30 28 22 21 28 27 29 第1章?文献综述 1.1乙二醇工业的发展[1][2] 乙二醇是最简单和最重要的脂肪族二元醇，它在有机化工生产中是一种重要的基本原料，尤其广泛用于聚酯纤维、聚酯塑料的生产。在汽车、航空、仪表工业的冷却系统中，它是抗冻剂的重要成分。在溶剂、润滑剂、软化剂，增塑剂和炸药的生产中也有多种用途。 乙二醇是由Wurtz于1859年首次用氢氧化钾水解乙二醇二乙酸酯制得的。第一次世界大战期间，人们利 全球乙二醇生产工艺路线及成本对比 一目前全球乙二醇生产工艺路线及成本对比 目前世界上大规模生产乙二醇的方法有3种： 1）采用天然气为原料制乙二醇（主要集中在中东地区），2009年产能620万吨，占全球总产能的32%，预计2011年产能将达到1000万吨； 2）以石油为原料制乙二醇，2009年全球产能1300万吨，占世界的68%； 3）采用褐煤做原料生产乙二醇（丹化科技），年产能20万吨。 目前中东地区天然气3乙二醇每吨生产成本约250美元。据丹化科技披露，即便能以非常优惠的价格（130元/吨）获得褐煤资源，煤制乙二醇生产成本依然高达2600元/吨（约合380美元/吨）。因此相比天然气制乙二醇，即使加上运费（从中东到中国最新报价20美元/吨），煤制乙二醇也不具备竞争力。 与石油制乙二醇相比，煤制乙二醇是否具备成本优势，取决于国际油价和能否获得廉价煤炭资源。根据丹化科技煤制乙二醇实验数据推算，若煤价为750元/吨，当石油价跌到67美元/桶以下时，煤制乙二醇将不具备成本优势。 以天然气为原料制乙二醇（环氧乙烷水合法）：具体工艺路线是：首先以天然气生产乙烯，然后乙烯生产乙二醇。采用该工艺路线，乙二醇的生产成本主要由两部分构成：1）原料成本约为6300元（其中乙烯市场价格按照10 000元/吨计算，成本6 000元）；2）其他成本约700元（其中固定成本约330元，动力成本约380元）。 以石油为原料制作乙二醇（环氧乙烷水合法）：具体工艺路线是：首先石脑油生产乙烯，然后使用乙烯生产乙二醇，本工艺路线和天然气为原料的工艺路线的区别在于获得乙烯的方式，前者通过石脑油制作乙烯，后者通过天然气制 乙二醇生产技术分析 乙二醇又名甘醇、乙撑二醇，是一种重要的石油化工基础有机原料，主要用于生产聚酯纤维、防冻剂、不饱和聚酯树脂、润滑剂、增塑剂、非离子表面活性剂以及**等。目前，国内外乙二醇的工业生产方法主要是环氧乙烷直接水合法，虽然它工艺成熟，但水比大，能耗高，生产成本较高，为此人们又相继开发出环氧乙烷催化水合法和碳酸乙烯酯法以及由合成气合成乙二醇等各种新的生产方法，其中环氧乙烷催化水合法和碳酸乙烯酯法被认为是今后乙二醇最有发展前景的工业化生产方法，是目前国内外研究开发的热点。 1 环氧乙烷直接水合法 环氧乙烷直接水合法是目前国内外工业化生产乙二醇的主要方法，该工艺是将环氧乙烷(E0)和水按1∶20-22(摩尔比)配成混合水溶液，在管式反应器中于190-220℃、1.0-2.5MPa 下反应，环氧乙烷全部转化为混合醇，生成的乙二醇水溶液含量大约在10%(质量分数)左右，然后经过多效蒸发器脱水提浓和减压精馏分离得到乙二醇及副产物二乙二醇(DEG)和三乙二醇(TEG)等。混合醇中乙二醇、二乙二醇和三乙二醇的摩尔比约为100∶10∶1，产品总收率为88%。不足之处是生产工艺流程长、设备多、能耗高，直接影响乙二醇的生产成本。 目前，环氧乙烷直接水合法的生产技术基本上由英荷壳牌、美国Halcon-SD以及美国联碳三家公司所垄断。它们的工艺技术和工艺流程基本上相似，即采用乙烯、氧气为原料，在银催化剂、甲烷或氮气致稳剂、氯化物抑制剂存在下，乙烯直接氧化生成环氧乙烷，环氧乙烷进一步与水以一定物质的量比在管式反应器内进行水合反应生成乙二醇，乙二醇溶液经蒸发提浓、脱水、分馏得到乙二醇及其它副产品。此外，整个工艺还设置了与其生产能力配套的空分装置、碳酸盐的处理以及废气废液处理等系统。三家公司的专利技术主要区别体现在催化剂、反应和吸收工艺以及一些技术细节上。 2 环氧乙烷催化水合法 针对环氧乙烷直接水合法生产乙二醇工艺中存在的不足，为了提高选择性，降低用水量，降低反应温度和能耗，世界上许多公司进行了环氧乙烷催化水合生产乙二醇技术的研究和开发工作。其中主要有壳牌公司、联碳公司、莫斯科门捷列夫化工学院、上海石油化工研究院、南京工业大学等，其技术的关键是催化剂的生产，生产方法可分为均相催化水合法和非均相催化水合法两种，其中最有代表性的生产方法是壳牌公司的非均相催化水合法和UCC公司的均相催化水合法。 壳牌公司曾采用氟磺酸离子交换树脂为催化剂，在反应温度为75-115℃、水与环氧乙烷的重量比为3：1-15：1时，乙二醇的选择性为94%，缺点是水比仍然很高，而且环氧乙烷的转化率仅有70%左右。随后自报道了季铵型酸式碳酸盐阴离子交换树脂作为催化剂进行环氧乙烷催化水合工艺的开发，获得环氧乙烷转化率为96%-98%，乙二醇选择性为97%-98%的试验结果后，增加了环氧乙烷催化水合制乙二醇工艺的研究和开发力度。此后又开发出类似二氧化硅骨架的聚有机硅烷铵盐负载型催化剂及其催化下的环氧化物水合工艺。在水/环氧化物摩尔比为1-15∶1，反应温度80-200℃，反应压力0.2-2MPa条件下，环氧乙烷的转化率为72%，乙二醇选择性为95%。2001年壳牌公司又开发出负载于离子交换树脂上的多 工艺流程说明： 将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化所生成的半水煤气经燃烧室、废热锅炉回收热量后送入气柜。 半水煤气由气柜进入电除尘器，除去固体颗粒后依次进入压缩机的Ⅰ、Ⅱ、Ⅲ段，加压到1.9~2.0Mpa，送入脱硫塔，用A.D.A.溶液或其他脱硫溶液洗涤,以除去硫化氢，随后，气体经饱和塔进入热交换器，加热升温后进入一氧化碳变换炉，用水蒸汽使气体中的一氧化碳变为氢。变换后的气体，返回热交换器进行降温，并经热水塔的进一步降温后，进入变换器脱硫塔，以除去变换时产生的硫化氢。然后，气体进入二氧化碳吸收塔，用水洗法除去大部分二氧化碳。脱碳后的原料进入压缩机Ⅳ、Ⅴ段，升压到压缩机12.09~13.0Mpa后，依次进入铜洗塔和碱洗塔，使气体中残余的一氧化碳和二氧化碳含量进一步降至20（ppm）以下，以满足合成氨的要求。 净化后的原料气进入压缩机的最后一段，升压到30.0~32.0 MPa进入滤油器，在此与循环压缩机来的循环气混合，经除油后，进入冷凝塔和氨冷器的管内，再进入冷凝塔的下部，分离出液氨。分离出液氨后的气体进入冷凝塔上部的管间，与管内的气体换热升温后进入氨合成塔。在高温高压并有催化剂存在的条件下，将氮氢气合成氨。出合成塔的气体中，约含氨10~20%，经水冷器与氨冷器将氨液化并分离后，其气体进入循环压缩机循环使用。分离出的液氨进入液氨贮槽。 原料气的制备:制备氢氮比为3:1的半水煤气 即造气。将无烟煤（或焦炭）由炉顶加入固定床层煤气发生炉中，并交替向炉内通入空气和水蒸汽，燃料气化后生成氢氮比为3:1的半水煤气。整个生产过程由煤气发生炉、燃烧室、废热锅炉、气柜等设备组成。 固定床半水煤气制造过程由吹风、上吹制气、下吹制气、二次上吹、空气吹净等5个阶段构成，为了调节氢氮比，在吹风末端要将部分吹风气吹入煤气，这个过程通常称为吹风回收。 吹风阶段：空气从煤气炉的底部吹入，使燃料燃烧，热量贮存于燃料中，为制气阶段碳与水蒸汽的反应提供热量。吹风气经过燃烧室和废热锅炉后放空。 上吹制气阶段：从煤气炉的底部通入混有适量空气的水蒸汽，和碳反应生成的半水煤气经过炉的顶部引出。向水蒸汽中加入的空气称为加氮空气。 下吹制气阶段：将水蒸汽和加氮空气由炉顶送入，生成的半水煤气由炉底引出。 二次上吹制气阶段：水蒸汽和加氮空气自下而上通过燃料层，将炉底残留的半水煤气排净，为下一步送入空气创造安全条件。 空气吹净阶段：从炉底部吹入空气，所得吹风气为半水煤气中氮的主要来源，并将残留的半水煤气加以回收。 以上五个阶段完成了制造半水煤气的主过程，然后重新转入吹风阶段，进入下一个循环。原料气的净化：除去原料气中的硫化氢、二氧化碳等杂质，将一氧化碳转化为氢气本阶段由原料气脱硫、一氧化碳变换、水洗（脱除二氧化碳）、铜洗（脱除一氧化碳）、碱洗（脱除残余二氧化碳）等几个工段构成，主要设备有除尘器、压缩机、脱硫塔、饱和塔、热水塔、一氧化碳变换炉、二氧化碳吸收塔、铜洗塔、碱洗塔等。 脱硫：原料气中硫化物的存在加剧了管道及设备的腐蚀，而且能引起催化剂中毒，必须予以除去。脱硫方法可分为干法脱硫和湿法脱硫两大类。干法脱硫是用固体硫化剂，当气体通过脱硫剂时硫化物被固体脱硫剂吸附，脱除原料气中的少量硫化氢和有机硫化物。一般先进行湿法脱硫，再采用干法脱硫除去有机物和残余硫化氢。湿法脱硫所用的硫化剂为溶液，当含硫气体通过脱硫剂时，硫化物被液体剂吸收，除去气体中的绝大部分硫化氢。 CO变换：一氧化碳对氨催化剂有毒害，因此在原料气进入合成氨工序之前必须将一氧 成人高等教育 毕业设计（论文） 题目_________________________________ 学号_________________________________ 学生_________________________________ 联系电话_________________________________ 指导教师_________________________________ 教学站点_________________________________ 专业_________________________________ 完成日期_________________________________ 论文题目 学生姓名教学站 专业班级 内 容 与 要 求 设计（论文）起止时间20 年月日至20 年月日指导教师签名 学生签名 学生姓名教学站点 专业、班级 论文题目 序号评审项目指标分值评分1 工作态度 对待工作严肃认真，学习态度端正。 2 能够正确处理工学矛盾，按照要求按时完成各阶段工作任务。 2 2 工作能力 与水平 能够综合和正确利用各种途径收集信息，获取新知识。 1 能够应用基础理论与专业知识，独立分析和解决实际问题。 1 毕业设计（论文）所得结论具有应用或参考价值。 1 基本具备独立从事本专业工作的能力。 1 3 论文质量论文条理清晰，结构严谨；文笔流畅，语言通顺。 2 方法科学、论证充分；专业名词术语使用准确。 2 设计类计算正确，工艺可行，设计图纸质量高，标准使用规范。 4 工作量论文正文字数达到8000及以上。不足8000字的，每少500字 扣2分。 8 5 论文格式论文正文字体字号使用正确，图表标注规范。 3 论文排版、打印、装订符合《西安石油大学继续教育学院毕业 设计（论文）撰写规范》的要求。 6 6 创新工作中有创新意识；对前人工作有改进、突破，或有独特见解。 1 是否同意参加评阅（填写同意或者不同意）: 总分30 说明有下列情况之一的毕业设计（论文）不得参加评阅：1、毕业设计（论文）选题或内容与所学专业不相符的；2、毕业设计（论文）因1/2以上内容与他人论文或文献资料相同，被认定为雷同的；3、正文字数不足6000字的。 评语： 指导教师：年月日 年产30 万吨合成氨脱 碳 工艺工程 可行性研究报告 指导教师：姚志湘 学生：魏景棠 目录 第一章总论3 1.1 概述3 1.1.1工程名称3 1.1.2合成氨工业简况3 1.2 工程背景及建设必要性4 1.2.1工程背景4 1.2.2工程建设的必要性4 1.2.3建设意义错误！未定义书签。 1.2.4建设规模4 第二章市场预测????????????????????.? (6) 2.1 国内市场预测????????????????????? (6) 2.2 产品分析??????????????????? (6) 第三章脱碳方法及种类 . ???????????????????? (7) 3.1 净化工序中脱碳的方法.. ????????????.??????? (7) 3.1.1 化学吸收 法????????????.?????????????...?.7 3.1.2 物理吸收 法????????????????????.? (8) 3.1.3 物理化学吸收法 ........ ????????????????.????8 3.1.4 固体吸收法????????????????.?????????.? (10) 3.2碳酸丙烯酯 高等教育 （） 题目：乙二醇生产装置的工艺设计 学号： 学生： 联系电话： 指导教师： 专业: 高等教育（）任务书 摘要:乙二醇在国民经济中有着极其重要的地位，广泛用于生产聚酯纤维、薄膜、容器瓶类等聚酯系列产品和汽车防冻剂，但国内乙二醇的产量一直无法满足国内市场的强劲需求。因此，本设计以乙二醇精制为中心和重点，经过严密的计算和论证，得到了肯定的结果。 关键词：乙二醇；环氧乙烷；水合法。 Abstract:Glycol in national economy plays an very important role, widely used in the production of polyester fiber, thin films, such as containers of polyester series products and automobile antifreeze domestic production of ethylene glycol, but have been unable to meet domestic strong market demand. Therefore, this design with ethylene glycol refined as the center and focus, with rigorous calculation and argument, got the positive results. Keywords: glycol; Epoxy ethane; Water legal. 1、合成氨生产工艺介绍 1）造气工段 造气实质上是碳与氧气和蒸汽的反应，主要过程为吹风和制气。具体分为吹风、上吹、下吹、二次上吹和空气吹净五个阶段。原料煤间歇送入固定层煤气发生炉内，先鼓入空气，提高炉温，然后加入水蒸气与加氮空气进行制气。所制的半水煤气进入洗涤塔进行除尘降温，最后送入半水煤气气柜。 造气工艺流程示意图 2）脱硫工段 煤中的硫在造气过程中大多以H2S的形式进入气相，它不仅会腐蚀工艺管道和设备，而且会使变换催化剂和合成催化剂中毒，因此脱硫工段的主要目的就是利用DDS脱硫剂脱出气体中的硫。气柜中的半水煤气经过静电除焦、罗茨风机增压冷却降温后进入半水煤气脱硫塔，脱除硫化氢后经过二次除焦、清洗降温送往压缩机一段入口。脱硫液再生后循环使用。 脱硫工艺流程图 3）变换工段 变换工段的主要任务是将半水煤气中的CO在催化剂的作用下与水蒸气发生放热反应，生成CO2和H2。河南中科化工有限责任公司采用的是中变串低变工艺流程。经过两段压缩后的半水煤气进入饱和塔升温增湿，并补充蒸汽后，经水分离器、预腐蚀器、热交换器升温后进入中变炉回收热量并降温后，进入低变炉，反应后的工艺气体经回收热量和冷却降温后作为变换气送往压缩机三段入口。 变换工艺流程图 4）变换气脱硫与脱碳 经变换后，气体中的有机硫转化为H2S，需要进行二次脱硫，使气体中的硫含量在25mg/m3。脱碳的主要任务是将变换气中的CO2脱除，对气体进行净化，河南中科化工有限责任公司采用变压吸附脱碳工艺。来自变换工段压力约为1.3MPa左右的变换气，进入水分离器，分离出来的水排到地沟。变换气进入吸附塔进行吸附，吸附后送往精脱硫工段。 被吸附剂吸附的杂质和少量氢氮气在减压和抽真空的状态下，将从吸附塔下端释放出来，这部分气体称为解析气，解析气分两步减压脱附，其中压力较高的部分在顺放阶段经管道进入气柜回收，低于常 压的解吸气经阻火器排入大气。 合成氨工艺控制方案总结 一合成氨工艺简介 中小型氮肥厂是以煤为主要原料，采用固定层间歇气化法制造合成氨原料气。从原料气的制备、净化到氨的合成，经过造气、脱硫、变换、碳化、压缩、精炼、合成等工段。工艺流程简图如下所示： 该装置主要的控制回路有：（1）洗涤塔液位； （2）洗涤气流量； （3）合成塔触媒温度； （4）中置锅炉液位； （5）中置锅炉压力； （6）冷凝塔液位； （7）分离器液位； （8）蒸发器液位。 其中触媒温度控制可采用全系数法自适应控制，其他回路采用PID控制。 二主要控制方案 （一）造气工段控制 工艺简介： 固定床间歇气化法生产水煤气过程是以无烟煤为原料，周期循环操作，在每一循环时间里具体分为五个阶段；(1)吹风阶段约37s；(2)上吹阶段约39s；(3)下吹阶段约56s；(4)二上吹阶段约12s；(5)吹净阶段约6s. l、吹风阶段 此阶段是为了提高炉温为制气作准备的。这一阶段时间的长短决定炉温的高低， 时间过长，炉温过高；时间过短，炉温偏低并且都影响发气量，炉温主要由这一阶段控制。般工艺要求此阶段的操作时间约为整个循环周期的18％左右。 2、上吹加氮制气阶段 在此阶段是将水蒸汽和空气同时加入。空气的加入增加了气体中的氮气含量，是调节H2/N2的主要手段。但是为了保证造气炉的安全该段时间最多不超过整个循环周期的26％。 3、上吹制气阶段 该阶段与上吹加氯制气总时间为整个循环的32％，随着上吹制气的进行下部炉温逐渐下降，为了保证炉况和提高发气量，在此阶段蒸汽的流量最好能得以控制。 4、下吹制气阶段 为了充分地利用炉顶部高温、提高发气量，下吹制气也是很重要的一个阶段。这段时间乙二醇生产工艺
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