毕业设计 年产40万吨合成氨脱碳工段工艺设计

1、年产 40 万盹合成氨脱碳工段工艺设计摘要脱碳工段是合成氨工程中必不可少的工段之一，二氧化碳吸收塔和溶液再生塔是脱，碳过程中不可缺少的 塔设备.本文权街众多合成氨脱碳方法之和l弊，最终选择核酸丙烯街脱碳法.首先进行工艺流程分析并根据工艺参数及有关标准进行二氧化碳吸收塔和解析塔内的物、热量衡算;其次就二氧化碳吸收搭、溶液再生塔等设备利用物理吸 收机理、传质传热方程、溶液物性数据等方面的知识进行塔体的总体结构设计和计算，设计出二氧化碳吸收塔的塔 径为 ，塔高为 27m，二氧化碳解吸塔嗒径 2.4m，塔高 29m; 然后对二氧化孩吸收和解吸塔进行了必要的强度校核;最后对脱核工段车间结构布直进行合理的

2、设计.本设计作为理论上的准备工作，为分析工艺刷呈、设备设计上 存在的问题、确定问题的根源、提出解决问题的合理方案准备了充分的理论依据.关键词碳酸丙烯画旨法; 1.兑碳工艺;工程设计The Design of the Decarbonization Section in theProduction of the 40 thousand tons Synthetic Ammonia per yearAbstract: Decarbonizing s巳ction is one of the absolutely necess缸y s巳ctions in th巳 Synthetic Ammonia，a

3、nd th巳 Carbon dioxide absorption tower and the solution regen巳ration tower are indispensable tower 叫山pment in the Synthetic Ammonia.白白 paper tradeoff advantages and disadvantages of much approach to decarbonization，propylene carbonate (PC)decarboniza-tion are selected finally.he t巳chnological proces

4、s was analyzed，and th巳 mat巳rial and h巳at was balanc巳daccording to param巳ters and reJevant standards firstly he tower body general structure was designed caJculation by usi.ng physical absorption M巳chanism，mass transfl巳r and heat transfer equation，solution -physical data stc s巳condly.The diameterof a

5、bsorption tower is 2.1m，the height of tower is 27m，diarneter of desorption tower is 2.4m，the height of tower is 29m，wruch were designed.，And then the strength of th巳 Carbon dioxid巳 absorption tower and the solutionregeneration tower are checked. The decarbonizing section structural arrangement was r

6、easonable d 巳sign 日nally. As the theoretical preparation wor)c， this designing prepar巳 sufficient theoreticaJ basis for p巳ople to analysis the problems of t巳chnologicaJ process，叫山pment design，determined root of problems，posing r巳asonable plan to solve problems.Keywords:Decarboniz.ation process; Carb

7、on dioxide removal with PC method; Proeess dignH目录1 绪论.11.1 合成氨工业概况.1.1 我国合成氨工业发展概况.1.2发展趋势.1.3 合成氨生产工艺简述. 2.4 脱碳单元在合成氨工业中的作用.2.5 脱碳方法概述.21.2净化工序中脱碳方法.21. 化学吸收法.2 物理吸收法.3 物理化学吸收法.51.2.4 固体吸附.51.3 碳酸丙烯酶 ( PC ) 法脱碳工艺基本原理.51. 法脱碳技术国内外现状.51. 发展过程.51. 技术经济.51.3.4 工艺流程.51. 存在的问题及解决的办法.61. PC 法脱碳技术发展趋势.61.

8、4工艺设计的意义和目的.72 全厂总平面的布置和设计. .8 全场总平面布置的任务.82.2全厂总平面设计的原则.8 全厂总平面布置内容.82.4 全厂平面布置的特点.8 全厂人员编制.83 吸收塔和解吸塔的物料衡算和热量衡算.10 计算依据 CO2 的 PC 中的溶解度关系 . .10 的密度与温度的关系.10 的蒸汽压.113.4 PC 的黠度.11 物料衡算.113五1 各组分在 PC 中的溶解量.113五2 溶剂夹带量.112五3 溶液带出的气量.113五4 出脱碳塔净化气量.113五5 计算 PC 循环量.123五6 入塔液中 CO2 夹带量 .123五7 带出气体的质量流量.123

9、五8 验算吸收液中净化气中 CO2 的含量.12 出塔气的组成.12 热量衡算.12 混合气体的定压比热容.12 液体的比热容.13 CO2 的溶解热 .133.6.4 出塔溶液的温度.134 吸收塔和解吸塔的结构设计.14 确定吸收塔塔径及相关参数.144.1.1 求取泛点气速和操作气速.144.1.2 求取塔径.144.1.3 核算操作气速.144.1.4 核算径比.144.1.5 校核喷淋密度.14 填料层高度的计算.15 建立相应的操作线方程和向平衡方程.15 利用两线方程求取传质推动力.154.2.3 气相传质单元数的计算.164.2.4 气相总传质单元高度.16 塔附属高度.20

10、填料层压降计算.20 液体初始分布器.21 丝网除沫器.22 防涡流挡板的选取.22 填料支撑装置. 22.11 填料床层限制器.22 裙座的设计计算与选取. 22 填料吸收塔设计小结.22 确定解吸塔塔径及相关参数.22 求取解析塔操作气速.23 求取塔径.23 核算操作气速.234.3.4 核算径比.23 校核喷淋密度.244.4.1 建立相应的操作线方程和向平衡方程.244.4.2 利用两线方程求取传质推动力.244.4.3 传质单元数的计算.254 气相总传质单元高度.254.4.5 塔附属高度.294.4.6 填料层压降计算.294.4.7 初始分布器和再分布器设计.294.4.8

11、气体分布器. 304.4.9 丝网除沫器.314.4.10 填料解吸塔设计小结.315 塔内件机械强度设计及校核.32 吸收塔机械强度设计及校核.325.1.1 吸收塔筒体和裙座壁厚计算. 325.1.2 吸收塔塔的质量载荷计算.325.1.3 地震载荷计算. 335.1.4 风载荷计算.345.1.5 各种载荷引起的轴向应力. 365.1.6 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核.365.1.7 裙座和筒体水压试验应力校核.375.1.8 基础环设计.395.1.9 地脚螺栓计算.39 解析塔机械强度设计及校核.405.2.1 吸收塔筒体和裙座壁厚计算.40 解析塔塔的质量载荷计算.405.

12、2.3 塔自振周期计算.415.2.4地震载荷计算.415.2.5 风载荷计算.42 各种载荷引起的轴向应力. 445.2.7 筒体和裙座危险截面的强度与稳定性校核.45 裙座和筒体水压试验应力校核 . 455.2.9 基础环设计.47 地脚螺栓计算.486 辅助设备设计与选取 . 49 储罐的选择 .49 泵的选择. .49 接管管径计算.50 进塔气管径.50 液体进料管径.506.3.4 釜液排出管径.50主要符号说明 . . . . . . .到参考文献. . . . . . . . . .但附图.幻致谢.，. . .54 合成氨工业概况1 绪论1898 年，德国 A弗兰克等人发现空气

13、中的氮能被碳化钙固定而生成氨氨化钙又称石灰氮)， 进一步与过热水蒸气反应即可获得氨:CaCN2 十3日20 Cg)2NH3 Cg)+CaC03在合成氨工业化生产的历史中，合成氨的生产规模(以合成塔单培能力为依据)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 盹/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

14、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。1.1.1我国合成氨工业发展概况 我国是一个人口大固，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，困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

15、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计、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。我国的合成氨原料主要集中在重油，天然气和煤，到目前为止，中国化肥产量己居世界第一位。 但人均耕地面积只有世界平均水平

16、的 47%，而人口在本世纪中叶将达到约 16 亿，粮食始终是至关重 要的问题。化肥对农作物的增产作用己为大家所公认，中国施肥水平还有很大的提高空间，尤其是 中西部市场。与国外比较，我国氮肥行业主要存在一些比较严重的问题，集中表现为装置规模小，因而有效 生产能力不足，致使行业整体竞争能力差。进入 WTO 后，氮肥行业这种结构性矛盾日趋显著，成 为影响行业发展的一个主要因素。对原有合成氨装置进行改扩建，利用国家对农业的倾斜政策，节能技术改造见效快、可很快提 高企业生产规模，改扩建改造会给企业带来了巨大的经济和社会效益。1. 发展趋势原料路线的变化方向。从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总

17、和的 10 倍，自从70 年代中东石油涨价后，从煤制氨路线重新受到重视，但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、 能耗低、成本低的缘故，预计到 20 世纪末，世界大多数合成氨广仍将以气体燃料为主要原料。节能和降耗。合成氨戚本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗 工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新 的原料气净化方法、降低燃料消耗，、回收和合理利用低位热能等。现在己提出以天然气为原料的节 能型合成氨新流程多种，每吨液氮的设计能耗可降低到约 29.3GJ。与其他产品联合生产。合成氨生产中副产大量的二氧化碳，不仅可用于冷冻、饮料

18、、灭火，也 是生产尿素、纯碱、碳酸氢镑的原料。如果在合成氨原料气脱除二氧化碳过程中能联合生产这些产 品，则可以简化流程、减少能耗，、降低成本。中国开发的用氨水脱除二氧化碳直接制碳酸氢接新工 艺，以及中国、意大利等国开发的变换气气提法联合生产尿素工艺，都有明显的优点。 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:(1)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、

19、氮混合气体压缩到高压，并在催化剂和高混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、甲统化、氨的合成、吸收制冷及输人氨库 和氨吸收八个工序11。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。 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

20、用既是净化合成气，又是因收高纯度的尿素原料 CO2。以沪天化 1000tld 合成氨装置脱碳单元为例，其需要将低变出口的C含量经吸收后降到 0.1%以下，以避免甲烧化系统超温并产生增加能耗的的合成情气，同时将吸收的 CO2 再生为 99%纯度的产品 C。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，原料中煌的分子量 越大，合成气中 CO2 就越多。用

21、天然气(甲烧)为原料的娃类蒸汽转化、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，CO 2 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 %。为了防止气

22、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烧化换热器。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J令器和水冷器，气体温度降至 40.C ，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.C左右，由溶磁循环泵加压，再经溶液水冷器冷却至 后，送入二氧化碳吸收塔循环使 用。 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。

23、C02 是一种酸性气体， 对合成氨合成气中 C02 的脱除，一般采用溶剂吸收的方法。根据 C02 与洛剂结合的方式，脱除 C02 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 C02 是酸性气体的特点，采用含有化学活性物质的洛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，然后在诫压条件下通过加热使生成物分解并释放 CO2， 解吸后的溶液循环使用。化学吸收法脱碳工艺中，有两类溶剂占主导地位，即皖链醇服和碳酸仰。化学吸收法常用于 CO2 分压较低的原料气处理。 (1)皖链醇胶类的脱碳工艺有:.乙醉股(monoetbanolamine

24、，H2NCH2CH20H，MEA)法:甲基二乙醇胶 (m仙yldiethanolamine，CH3N(CH:zCH20H)2队在DEA)法;活化 MDEA 法即EA础工。艺。(2) 碳酸饵溶液作吸收剂的脱碳工艺，即热饵碱脱碳工艺有:无毒 G-V 法;苯菲尔法;催化热饵碱 (Catacarb)法;Flexsorb 法121。1.2.1.1.1 IGA 法A 法是一种比较老的脱碳方法。吸收过程中，A 与 C02发生反应生成碳酸化合物，经过加热即可将 C02分解出来。该法的最大优点是可以在一个十分简单的装置中，把合成气中的 C02脱除到可以接受的程度。但它本身存在两个缺点:(1) C2能与吸收反应生

25、成的碳酸化合物发生进一步反应生成酸式碳 酸盐，该盐较稳定，不易再生;(2) CO2能与 MEA 发生副反应，生成腐蚀性较强的氨基甲酸醋， 容易形成污垢。1.2.1.2甲基二乙醇胶 MDIGAMDEA 法脱碳过程中，CO2与甲基二乙醇肢仙1DEA，一种叔胶)生成的碳酸盐稳定性较差，分解、温度低，且无腐蚀性。相对其它工艺，MDEA 法有以下优点: (1)能耗和生产费用低;(2)脱碳 效率高，净化气中 CO2含量可小于 10Oppm; (3)使用范围广，可用于大、中、小各型合成氨厂;(4) 溶剂稳定性好; ( 5) 溶剂无毒、腐蚀性极小;(6) 能同时脱硫。由于岛1DEA 具有以上优点，所以不需要毒

26、性防腐剂，设备管道允许采用廉价碳钢材料，不需要钝化过程，耗热低，设备管道不需要伴 热盘管，能达到很好的节能效果叭在 MDEA 溶液中添加少量;活化剂即为 aMDEA 法，活化剂为眯哇、甲基咪哇等，浓度约为 2-5%。 活性队在DEA 工艺开发于20世纪60年代末，第一套活化 MDEA 脱碳工艺装置是 1971年在德国BAFS 公司氨三厂投入使用在此后的几年里，另有 8套装置采用了活化 MDEA，这些装置的成功使用，使 得 aMDEA 工艺自 1982年后备受欢迎。我国在大型装置中使用 MDEA 脱碳工艺，乌鲁木齐石化公 司化肥厂属于首例闷。BAFS 公司推出的 aMDEA 脱碳工艺，主要用于对

27、原来 如1EA 工艺的改造，近 几年我国一些研究单位正在对这方面进行积极的研究。1.2.1.3低热耗苯菲尔法相对上述脱除 CO2的吸收剂溶液，碳酸饵溶液更价廉易得，并具有低腐蚀，操作稳定，吸收 C02 能力较强等恃性。但碳酸饵溶液本身吸收 CO2 的速度缓慢，需要添加一些活化剂。其中如无毒 G-V 法工艺就是由意大利 Giammaro-Vetrocoke 公司所开发，最初使用的活化剂和缓蚀剂为 AS203，但对 人体有毒。后来有人用氨基乙酸取代 AS203，消除了毒性，成为无毒 G-V 法。我国栖霞山化肥厂就 采用了这种工艺。由美国联碳公司开发的低热耗苯菲尔法，用二乙醉胶(DEA)作活化剂，V

28、205 作为 腐蚀防护剂。我国于 20世纪 90年代相继以布朗工艺建了 4 套装置，即锦西天然气化工厂、建峰化 肥厂、四川天华公司化肥厂和乌鲁木齐石化总厂第二化肥厂，规模都是日产氨 10吨。低热耗苯菲 尔工艺是由美国联碳公司在传统苯菲尔工艺基础上开发的，采用了节能新技术。国内在 20 世纪 70 年代引进的 13 套大型化肥装置中，有 10套采用苯菲尔脱碳工艺。从 1985 年起，己有7套进行了用 低热耗苯菲尔工艺改造。国内新建的以天然气为原料的大型合成氨装置，脱碳系统也多采用低热耗 苯菲尔工艺，如锦天化厂、建峰厂、天华公司等。中海石油化学合成氨装置脱碳系统采用改良型苯菲尔流程闷。苯菲尔法可在

29、高温下运行，再生热低，添加的 V205 可防腐蚀，但该工艺需对 设备进行饥化处理，要求工人的操作水平较高，并且浪费洛剂，能耗大，特别蒸汽用得多，有效气 体损失也大，运行成本高等缺点。1.2.2物理吸收法物理洗涤是 CO2被溶剂吸收时不发生化学反应，溶剂减压后释放 CO2 (不必加热)，解吸后的溶 液循环使用。相对化学吸收法，物理洗涤法的最大优点是能耗低， CO2不与溶剂形成化合物，减压 后绝大部分 CO2 被闪蒸出来，然后来用气提或负压实现溶剂的完全再生。这就使得工艺投资省、能 耗低、工艺流程简单。物理吸收法主要有 Selxeol 法、Elour 法、变压吸附法及低温甲醇法等161。物 理吸收

30、法常用于高 CO2 分压的原料气处理。1.D 法NHD 法被认为是目前能耗最低的脱碳工艺之一，该法使用的溶剂为聚乙二醇二甲酷的混合物，其分子式为 CH3-0- (CHrCHrO)n-C矶，式中 n=2-8. NHD 是究矿鲁南化肥厂与南京化学工业集团 公司研究院、杭州化工研究所共同开发成功的一种物理吸收硫化氢和二氧化碳等酸性气体的高效溶0剂71NHD 气体净化技术改造系脱除酸性气体的物理吸收新工艺，适合于合成气、天然气、城市煤气等的脱硫脱碳。NHD 具有对设备无腐蚀，对 CO 2、H 等酸性气体的吸收能力强、蒸汽压低，挥 发性小、热稳定性和化学稳定性好、不会起泡，无腐蚀性等优点，并且该法在 N

31、HD 的再生过程中儿 乎不需要能量，通常利用空分装置富余的低压氮气在气提塔进行脱碳富液的气提再生，其优点是减 少利用空气气提带来系统内 NHD 榕液含水量的富集，省去了空气水冷、气水分离及 NHD 脱水设备， 节约了投资，简化了流程81。1. 碳酸丙烯酶法(PC)法 碳酸丙烯酶法是碳酸丙烯醋为吸收剂的脱碳方法。其原理是利用在同样压力、温度下，二氧化碳、硫化氢等酸性气体在碳酸丙烯酶中的溶解度比氢、氮气在碳酸丙烯醋中的溶解度大得多来脱除 二氧化碳和硫化氢而且二氧化碳在碳酸丙烯醋中溶解度是随压力升高和温度的降低而增加的，CO2 等酸性气体在碳丙溶剂中溶解量一般可用亨利定律来表达，因而在较高的压力下，

32、碳酸丙烯醋吸收 了变换气中的二氧化碳等酸性气体，在较低的压力下二氧化碳能从碳酸丙烯酶洛液中解吸出来，使 碳酸丙烯酶溶液再生，重新恢复吸收二氧化碳等酸性气体的能力。碳酸丙烯醋法具有溶解热低、粘 度小、蒸汽压低、无毒、化学性质稳定、无腐蚀、流程操作简单等优点。该法 CO2 的回收率较高，能耗较低，但投资费用较高。适用于吸收压力较高、C2净化度不很 高的流程，国内主要是小型厂使用。用碳丙液作为溶剂来脱除合成氨变换气中 CO2工艺是一项比较 适合我国国情的先进技术，与水洗工艺比较，除具有物理吸收过程显著的节能效果外，在现有的脱 碳方法中，由于它能同时脱除二氧化碳、硫化氢及有机硫化物，加上再生无需热能，

33、能耗较低等优势，在国外合成氨和制氢工业上已得到广泛应用。1. 变压吸附法变压吸附气体分离净化技术，简称 PSA ( Pressure Swing Adsotption)。变压吸附法是近儿年才用 于合成气净化的，它属于干法，采用固体吸附剂在改变压力的情况下，进行(加压吸附 CO 2 或减 压)解吸。变压吸附法分离气体混合物的基本原理是利用某一种吸附剂能使混合气体中各组份的吸 附容量随着压力变化而产生差异的特性，选择吸附和解吸再生两个过程，组成交替切换的循环工艺， 吸附和再生在相同温度下进行。可用此法改造小型氨厂，将低能耗，在大型氨厂使用显得困难9J。为了达到连续分离的目的，变压吸附脱碳至少需要两

34、个以上的吸附塔交替操作，其中必须有一 个吸附塔处于选择吸附阶段，而其它塔则处于解吸再生阶段的不同步骤。在每次循环中，每个吸 附塔依次经历吸附、多次压力均衡降、逆向放压、抽空、多次压力均衡升、最终升压等工艺步骤。 目前，此种类型的装置在全国合成氨厂己广泛采用。如四川什那某氮肥厂为天然气富氧造气， 变换气脱碳采用我公司近年来开发的节能型变压吸附脱碳新工艺，多塔进料，多次均压，并实现了 吸附塔和真空泵的新组合，同时对吸附剂、程控阀门、控制系统、动力设备的配置都做了较大的改进，从而使 H2、N2 有效气体回收率大大提高，能耗进一步降低，装置投资也有所减少 101。 低温甲醇洗法低温甲醇洗工艺 ( Re

35、ctisol Process ) 系由德国林德公司 (Linde) 和鲁奇公司 ( Lurgi) 开发，是 利用甲醇溶剂对各种气体溶解度的显著差别，可同时或分段脱除 H、CO2 和各种有机硫等杂质， 具有气体净化度高、选择性好、溶液吸收能力强，操作费用低等特点，是一种技术先进、经济合理 的气体净化工艺。自 1954 年 L町gi 公司在南非 Sasol 建成世界上第一套工业规模的示范性装置以来， 目前有 100 余套装置投入运行，尤其是大型渣油气化和煤气化装置的气体净化均采用低温甲醇洗工 艺。低温甲醇(Rectisol)法具有一次性脱除 CO2 ，洛液便直易得，能耗低，适用范围广泛等特点。但

36、该法投资很大，我国镇海炼化厂大化肥等四家以重油和煤为原料的合成氨装置使用了低温甲醇法脱 除 C0201.2.3 物理化学吸收法物理化学吸收法脱除 CO2工艺主要有环丁枫(Sulfmol)法和常温甲醇(Amisol)法，物理化学吸收法 常用于中等 CO2 分压的原料气处理。环丁枫法中所使用的溶剂由是环丁矶、二异丙醇胶与水组成， 能同时吸收 CO2 和硫的化合物，且吸收速度快，净化度高，但再生耗热多，目前只有一些中小型厂 使用。常植甲醇法是在甲醇中加入了二乙醇肢，当 CO2 分压升高时，以其在甲醇中溶解的物理吸收 为主: 当 CO2 分压较低时，以其与二乙醇胶发生化学反应的化学吸收为主，该法应用范

37、围广，净化 率高，但对 H 和 CO2的选择性较差，己很少使用。 固体吸附固体吸附是 CO2 在加压时被吸附在多孔状固体上，减压时吸附的 CO2 被解吸，亦称变压吸附。 碳酸丙烯醋 CPC)法脱碳工艺基本原理1.3.1PC 法脱碳技术国内外现状PC 为环状有机碳酸酶类化合物，分子 CH3CHOC02CH2，该法在国外称 Fluor 法。PC 法是南化 集团研究院等单位于 20 世纪 70 年代开发的技术，1979 年通过化工部鉴定。据初步统计，已有 150 余家工厂使用 PC 技术，现有装置 160 余套，其中大型装置两套，其余为中小型装置。大部分用于 氨厂变换气脱碳。总脱碳能力约 300 万

38、吨合成氨/年，其中配尿素型应用较多，占 60%左右，至今该 法仍是联碱、尿素、磷锻等合成氨厂使用最广的脱碳方法，其开工装置数为 MDEA、NHD 法总和的 数倍。1. 发展过程PC 技术的应用，主要经历了两个阶段:第一阶段始于 70 年代末，两个小氮肥厂用 PC 法代替水 洗法脱 CO2的工业试验装置获得成功，取得了明显的节能效果和经济效益。加之 PC 法在工艺上与 水洗法相似，改造费用低，很快在一些小氮肥企业中推广应用;第二阶段，20 世纪 90 年代以来， 随着小化肥改变碳锻单一产品结构，适应市场需要，采用脱碳增氨转产尿素或联醇等方法，以提高 经济效益，增强小化肥的竞争能力。为此，需要增设

39、一套变换气脱碳装置，由于 PC 技术为典型的 物理吸收过程，流程简单，投资少，节能明显，技术易于掌握。因此，很快得到了推广，并扩大了 应用范围，技术上也趋于成熟。1丘3 技术经济 由于碳丙脱碳纯属物理过程，因而它的能耗主要消耗在输送流体所须的电能。碳丙溶剂对 CO2等酸性气体的吸收能力较大，一般为同条件下水吸收能力的 4 倍。因此，代替水洗法脱除变换气中CO2 不但满足铜洗要求，而且回收 CO2 的浓度和回收率也能满足尿素、联碱生产的要求。与水洗法 相比可节省电耗 150-250KWbJtNH3，可节省操作费 10-25 元JtNH3。因而应用碳丙脱碳的厂家均可获 得明显的节能效果。但这种效果

40、随着工艺配置、设备、操作状况，处理规模和自的的不同而差异较大。碳丙脱碳与几种脱碳方法的能耗比较如表。表 川 几科脱碳方法的能耗比较表方法名称加压水洗 苯菲尔法 位阻胶法 改良 h血DA 法 NHD 法 PC 法 能耗 28473558-5442 3349-4187 18841047-12561256 工艺流程1.3.4.1气体流程 (1)原料气流程由压缩机三段送来 2.3MPa 的变换气首先进入水洗塔底部与水洗泵送来的水在塔内逆流接触，洗 去变换气中的大部分油污及部分硫化物，并将气体温度降到 30.C 以下，同时降低变换气中饱和水蒸 汽含量。气体自水洗塔塔顶出来进入分离器， 自分离器出来的气体

41、进入二氧化碳吸收塔底部，与塔 顶啧淋下来的碳酸丙烯酶溶液逆流接触，将二氧化碳脱至工艺指标内。净化气由吸收塔顶部出来进 入净化气洗涤塔底部，与自上而下的稀液(或脱盐水逆流接触，将净化气中夹带的碳酸丙烯酶液 滴与蒸气洗涤下来，净化气由塔顶出来后进入净化气分离器，将净化气夹带的碳酸丙烯酶雾沫进一 步分离，净化气由分离器顶部出来回压缩机四段入口总管。根据各厂的具体情况和氨加工产品的不 同，相匹配的碳丙脱碳条件及要求亦各异。在使用上，有替代加压水洗型、联碱型、配尿素型、联醇型、生产液氮型以及制氢等各类型:在净化效率上，有的对 CO2 进行粗脱，而大部分厂家，则进 行精脱;对脱碳压力，有采用 o.钻研a、

42、1.1-1.3Mpa、1.6-1.8Mpa、2.5-2.8Mpa 及 4.3Mpa 等多种类型。 ( 2) 解吸气体回收流程由闪蒸槽解吸出来的闪蒸气进入闪蒸气洗涤塔，自下而上与自上而下的稀液逆流接触，将闪蒸 气夹带的液滴回收下来。闪蒸气自闪蒸气洗涤段出来后进入闪蒸气分离器，将闪蒸气夹带的碳酸丙 烯醋液滴进一步分离下来，闪蒸气自分离器顶部出来送碳化，脱除二氧化碳并副产碳酸氢锻后，闪 蒸气回压缩机一段入口总管。由常解塔解吸出来的常解气进入常解-汽提气洗涤塔的常解气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接 触，将常解气中夹带的碳酸丙烯醋液滴与饱和于常解气中的碳酸丙烯醋蒸气回收下来，常解气自常 解气洗涤段出来后

43、进入常解气分离器，将常解气中夹带的碳酸丙烯酶液滴进一步分离，常解气自分 离器顶部出来送食品二氧化碳工段。汽提气由汽提塔出来后进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触， 将汽提气中夹带的碳酸丙烯醋液滴和饱和汽提气中的碳酸丙烯醋蒸气回收下来，经洗涤后汽提气由 塔顶放空。 液体流程 (1)碳酸丙烯醋脱碳流程简述贫碳酸丙烯酶溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由 苔底排出称为富液。富液经自调阀进入 溶液泵-涡轮机组的涡轮，减压后进入闪蒸槽，自闪蒸拙出来的碳酸丙烯醋液一部分进入过滤器，大 部分不经过过滤器，二者混合过后进入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯醋液自常解段底部出来经过 两液封

44、槽进入汽提塔顶部，与自下而上的空气逆流接触，将碳酸丙烯酶溶液中的二氧化碳进一步汽提出来，经汽提后的碳酸丙烯酶溶液为贫液，贫液由汽提塔出来进入循环槽，再由循环槽进入溶液泵-涡轮机组的溶液泵，由泵加压后经破酸丙烯酣溶液冷却器降、温，进入二氧化碳吸收塔，从而完成 了碳酸丙烯酶溶液的整个解吸过程。(2) 稀液流程循环稀液或软水由常解.汽提气洗涤塔的常解段出来，经稀液泵加压后送往净化气洗涤塔上部自 上而下。由塔底出来经自调阀进入闪蒸气洗涤塔的上部自上而下，由底部出来经自调阀进入常解-汽 提气洗涤塔的汽提气洗涤段自上而下，由底部出来经- u型液封管进入常解气洗涤段继续循环。1.3.5 存在的问题及解决的办

45、法综合分析 PC 法脱碳各厂的使用情况，最具代表性的问题有: (1)搭剂损耗高。造成这一问题原因有三个因素:a.PC 溶剂蒸汽压高; 气相回收系统不完善;c.操作管理水平的影响。(2) 净化气中 CO2 含量容易跑高，吨氨电耗高。净化气中 CO 2 含量高，原因是多方面的如再生 效果不好，系统残碳高或冷却不好等等。目前，碳丙脱碳技术己提高到一个新的阶段，工业应用的或即将应用的最有吸引力的进展有以 下儿个方面。 法脱碳技术发展趋势1.3.6.1塔器优化塔器的优化包括塔径、苔填料、苔内件、苔过程控制的技术改造，改造后往往可提高 20%-50% 或更高的生产能力，改造主要分两部分进行:一是脱碳塔气液

46、分布器和填料的改造，其目的是提高通 气量和强化气液接触效率，加大润湿面积。具体办法是设税全截面均匀分布的气体和液体分布器， 部分或全部采用规整填料:二是再生塔的改造。由于传统设计中再生塔常解段均为淋降式，当系统 硫含量高时，受逆流及淋降板开孔直径的限制，易造成溶液中的单质硫积累结垢，渐渐堵塞淋阵板 上的开孔，使其失效故往往生产 2 年后再生效果会明显不如以前。由此可见，必须对这种结构彻底 改造。具体办法是将常解段改为筛板或填料塔型，并增设类似塔型的真空解析段。改造工作除了塔器以外，还进行了系统工艺优化，具体内容有: (1)调整溶剂泵的扬程，串联1 台增压泵; (2) 气提流程由原正压气提改为负

47、压气提，有利于提高贫度;( 3) 降低变换气和循环 溶剂的瘟度，以提高碳丙吸收能力; (4) 采取碳丙溶剂半过滤或全过滤方法，杜绝系统堵塞隐患; (5) 提高变换气脱硫效果; (6) 碳丙稀液回收改造11。1.3.6.2复合溶剂法 用两种或两种以上的物理、化学或物理化学溶剂作为复合溶剂净化酸性气体的研究，多年来一直方兴未艾。复合溶剂法的优点从选择性和吸收能力分析，特别是高分压下，选择合适的复合溶剂， 优于纯溶剂，显著地提高了溶剂的吸收能力: 另一方面明显地降低了能耗。除此以外，复合洛剂为 了达到操作特性要求所作的混合过程，还具有其它方面的灵活性，即复合搭剂的组成。而且，复合 溶剂可以优化配方用

48、最低的费用达到所须的分离要求(见表 1.2)。表1.2 两种方法的技术经济比较 (以盹氨计项目PC 法复合溶剂法CO2 净化度(%)溶剂损耗 (Kg)1.5电耗(KWh)145100操作成本(元)85601.3瓜3低温 PC法实践证明，低温碳丙法具有以下优点: (1)气体净化度高;(2) 降低溶剂循环量; (3)降低溶剂损耗。 为了在较低操作压力下获得需要的气体净化度、降低溶剂循环盘、节省动力消耗、降低洛剂蒸发损失，吸收操作可在低于常植条件下进行，即低混碳酸丙烯酶脱碳技术。CO2 在溶剂中的溶解度 可用下式表示:地x =lgp+岛If+C+Ig(式中:f一-C02 在含水洛剂中的饱和溶解度，摩

49、尔分数;p-一一气相 CO2 分压，1.01xl05Pa;B、 C一一常数，B=686.1， C=-4.245;二一溶剂含水量的修正系数，当含水量为 2%时，0.9，19(=-0.046;T一一一吸收温度，K。1.4工艺设计的意义和目的 随着合成氨工业的飞速发展与国际经济的迅速变化，合成氨工业的经济性急需要提高，来降低成本，抵御风险。就碳酸丙烯醋法脱碳工艺进行深入研究，以达到成本最低化，资源有效化。因此，在国际经济与国家政策的前提下，将合成氨的风险和利润投入到中间工序脱碳工段，对 陷入困境的化工行业是一个很好的出路，对内外交困的合成氨行业来说，可以避免风险，降低成本。 此工艺能有效缩短流程，降

50、低能源消耗，减少污染排放，在提高产品附加值的同时也填补了脱碳工 艺的国内空白，并且为合成氨领域的进步积累了难得经验。 全场总平面布置的任务2 全厂总平面的布置和设计全厂平面设计为本设计的一项重要任务，总平面设计的是否合理，直接影响新建厂能否节约而 有效的顺利进行，影响到建厂后的生产，管理，戚本，能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观 和今后的发展。总平面设计任务:1 在满足生产流程条件下，结合广区地形情况，经济合理的安排场内外各建筑物、构筑物、堆 场等的相对位置:2 经济合理的竖向布置，正确选择标高;确定场内外运输方式、运输布置，合理组织人流、物流:3 布置综合管线;4 标高绿化美化，考虑卫生

51、、消防条件，创造美好的工作条件。2.2全厂总平面设计的原则 全厂总平面设计的基本原则为l 建筑物之间相互配置应符合生产程序的要求，并能保证合理生产作业线;2 原材料、半成品、成品的生产作业线应衔接协调，流程疏通，避免交叉和往返;3 厂内一切运输系统布置应适合货物运转的特征，尽可能使货运路线和人员路线不交叉;4 适当划分厂区，建筑物之间的距离尽量缩小，但必须符合防火和卫生技术条件的要求;5 在保证安全生产的前提下力求缩小厂房战地面积，厂房布置尽量紧凑，根据生产的特点和设 计拟建的工厂为中小型企业的情况，将工厂划分为几个区域，并按照区域进行布置，以保证各区域 之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环

52、境美化。 全厂总平面布置内容 全厂应主要包括厂前区、动力区、生产区、仓库区等。厂前区: 包括行政楼、研发楼、职工食堂、医务室等主要建筑。动力区: 包括变电站、锅炉房等。他们尽量靠近其服务的车间。这样可以减少管路的铺设和运 输过程的损耗。生产区: 应包括七大车间: 原料车间、热电车间、造气车间、压缩车间、碳化车间、合成车间 和尿素车间。还应有备件库、机修车间、消防车间等辅助车间。仓库区: 应靠近主干道以便于运输。 全厂平面布置的特点平面布置有以下几个特点: 厂房建筑物的布置与生产工艺流程相适应。原料、半成品和成品形 成整个顺序，尽量保证流水作业，避免逆行和交叉;锅炉房、 水泵房、配电站等辅助车间

53、尽量靠近 其主要部门，以缩短期间距离，节省投资;由前区到生产区主要干道，应避免与主要运输道路交叉: 尽量使大多数厂房向阳、背风、避免瓦斯等，尽可能使各厂区有条件采用自然采光和自然通风等; 按防火规范的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定;根据卫生规范的要求，保证厂区内卫生符 合规定:根据环境发展的要求，生产区设在有废渣处理系统、废水处理系统、废气处理系统等设施 : 考虑工厂今后的发展，在厂区留有建筑余地;尽量做到以生产区为轴线，再考虑辅助车间、行政楼和道路的安排。 全厂人员编制 企业实行厂长负责制，各部门负责人直接受厂长负责，并实行三级管理，厂、科、车间及人员编制以组织好生产为原则。生产车间实

54、行三班制，每班八小时，机械设备大修每二年一次，机械设备保养每一年一次。表 2. 1 合成氨全厂人员编制工种班制男女总人数热电岗位333原料岗位333造气岗位333变换岗位333脱碳岗位333甲烧化岗位333压缩岗位333脱硫岗位333尿素岗位333司炉岗位333技术员l3l4安全员l22辅助人员l55车间主任l44总计321345设计条件:3 吸收塔和解吸塔的物料衡算和热量衡算(1)每吨氨耗变换气近似取 4278m(STP)，简记为 4278N旷/ t 氨(下同。(2) 变换气组成为: C: 28.0; CO: 2.5; H 2: 47.2; N2 : (均为体积分数，下同;其它组分 被忽略)

55、;(3) 要求出塔净化气中 C02 的浓度不超过 0.5%;(4) PC 吸收剂的入塔浓度根据操作情况选取:(5) 气液两相的入塔温度均选定为 30.C ;(6) 操作压强为 2.8MPa;(7) 年工作日 330d，每天 24h 连续运行。 计算基准:依照:年工作日以 330d，每天以 24h 连续运行计，有 330 x24:7920b，此处按 80h 算。合成氨:( 400000tla) / (8000h/a) =50.0t/b。变换气: 4278Nm 变换气/t 氨。变换气的组成见表 3.1。表 3. 1 变换气各组分体积分数及组分分压项目CO2COH2IN2I合计体积分数 (%)47.

56、2II1(讪【Pa)0701.3216II2.800( Kgf/cm2)13.46 IIatm)13.0432 II3. 1 计算依据 CO2 的 PC 中的溶解度关系因为是高浓度气体吸收，故吸收塔内 CO2的溶解热应予以考虑。现假设出塔气体混度与入塔液 的滥度相同，为 TVF30.C ，出塔液的温度为 Tu=35.C ，并取吸收饱和度(定义为出塔洛液浓度对其 平衡浓度的百分数)为 80%，然后利用物料衡算结合热量衡算验证生疏温度假设的正确性。有人关联出了 C02 再 PC 中溶解的相平衡关系，因数据来源不同，关联式略有差异(121。式中: Xcoz-一溶解度，kmolC02 /kmolPCP

57、COz-C02 分压，kgf/cm 2T一- PC 出塔祖度，K19XC2=lgPco2+6月二式中: XCOz-C02 溶解度，kmolC02 /kmolPCPCOr-C02 分压，atmT- PC 出塔温度，K19XC2=lgPC2+0月二(1)(2)(3)式中: Xcoz-摩.尔百分数，无因次PCO r-C02 分压，atmT- PC 出塔温度，K用关联式(1)计算出塔洛液中 CO2的浓度有19X5/3 /kmolPC2.4/ (17 ) Nm3C02/ m3pC式中: 9一PC 的摩尔质量，kg加nol;1187一出塔溶被的密度(近似取纯 PC 的密度，kg/m勺。 PC 的密度与温度

58、的关系PC 密度与温度的关系: -1.032t式中: t一温度，.C; p-一密度， kg/m3。30.C: P L1=1192kg/ m飞 35.C: P l2=1187 kgl m3 PC 的蒸汽压查 PC 理化数据知，PC 蒸汽压于操作总压及 CO2 的气相分压相比均很小，故可认为 PC 不挥发。 PC 的敬度10部l=+ (T-153.1) mPa. sT一为热力学温度，K。 物料衡算3.5.1各组分在 PC 中的溶解量各组分在操作总压为 2.8MPa、操作温度为 35.C 下在 PC 中的溶解度数据，并取相对吸收饱和度 为 80%，将计算结果列于表 3.2 中。表 3.2 各组分在

59、PC中的溶解度数据项目CO2COH2N2合计组分分仙在Pa)840.0701.326溶解度(Nm3/m3PC)19.8200.46320.5的溶解量(Nm3/m3PC)0.19260.375416.453溶解气体积分数(%)0.81.1700.0因溶解气中的 CO2 占到了 %。其它气体在 PC 中的搭解度很小，故也可将 CO2 以外的组分视为惰性气体而忽略不计，而只考虑 C2的溶解吸收，将多组分吸收简化为单组份吸收的问题。 说明: 进塔吸收液中 CO2 的残值取 m3/m3pC，故计算的实际溶解量时应将其扣除。其他组分本身溶解度就很小，经解吸后的残值完全可被忽略。CO2 榕解量的计算如下:p

60、前已算出，35.C 时 CO2 在 PC 中的平衡溶解度X2=N旷/m3 C，PC 对 CO2 的实际溶解能力为: 19.82xO.8- Nm3/m3pC.3.5.2 溶剂夹带革以 0.3 Nm3/m3pC 计，各组分被夹带的量如下:C02:03028=0 084Nm3/m3PC CO: Nm 3/m3pCH2:03m3/m￥N2: O.223=0.0669 Nm3/m3pC2.5.3 溶液带出的气量 为夹带量与溶解量之和3 3CO2: 0.084+15.656=15.740 Nm /m pC 95.07%CO: 0.0075+0.0292=.0367 Nm 3/m3pC 0.22% H2: