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2019年年产5万吨合成氨脱碳工段工艺设计化工原理课程设计.doc

邯郸学院本科毕业设计
题 目 年产 5 万吨合成氨脱碳工段工艺设计
邯郸学院化学系

郑重声明
本人的毕业设计是在指导教师梁亚男的指导下独立撰写完成的。 如有剽窃、抄袭、造假等违反学术道德、学术规范和侵权的行为,本 人愿意承担由此产生的各种后果,直至法律责任,并愿意通过网络接 受公众的监督。特此郑重声明。

毕业设计作者:

年月日

摘 要 本设计是年产五万吨合成氨脱碳工段的初步的设计。脱除原料气中的 CO2,对以后的合成工段的意义重大,同时回收的 CO2 也可以用于其他化学物质的合成。 本设计采用改良的热钾碱法和两段吸收两段再生的工艺流程来脱除合成气中的 CO2,并 对吸收液进行再生。设计内容主要包括生产工艺的比较和确定、能量衡算和物料衡算、 主要设备的设计与选型。本设计的主要设备为二氧化碳吸收塔。通过计算确定采用异径 塔。上段塔径为 2000mm,填料层高度为 14m;下段塔径为 2400mm,调料层高度为 10m。 通过本设计方法,能够使变换气中二氧化碳的含量降至 1%左右,具有较好的脱除效果, 能够进行下一步的继续净化。附带的图纸有带控制工艺流程图和二氧化碳吸收塔设备结 构图。
关键词 热钾碱法 脱碳 二氧化碳 吸收塔 工艺设计
I

The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia

Purification Section Process

An Dong

Directed by Lecturer Liang Ya-nan

Abstract This design is an annual output of 50,000 tons of synthetic ammonia decarburization section design. Recovering the carbon dioxide is very important to next manufacturing process, and it can be used for producting other chemicals. It uses improvement way of hot solution of aqueous potassium carbonate and two process of absorbtion and recovery, this way can remove the carbon dioxide of syngas and recover the absorbed solution. The content of this design mainly includes the choice of making technologe, mass and energy balance, the design of equipments and tubes. The main equipment of this design is carbon dioxide absorption tower. Through the calculation we use different diameter tower. The diameter of the upper part of the tower is 2000mm. The height of the packing layer is 14m. The diameter of the lower part of the tower is 2400mm and the height of the packing layer is 10m. The design method can reduce the contents of carbon dioxide in transformation gas to about 1%, has better removal effect, and next step can be continue. Besides these, it includes the drawing of controllable technological process, the equipment drawing of the absorbing tower of cabon dioxide. Key words The hot solution of aqueous Decarbonization process Carbon dioxide
Absorbing tower Technological design

II

目录
摘 要 ........................................................................................................................... I 外文页 .......................................................................................................................... II 1 前言 ......................................................................................................................... 1 2 合成氨的概述 .........................................................................................................1
2.1 氨的发现和制取..................................................................................................1 2.2 氨的性质和用途..................................................................................................1 2.3 我国合成氨工业的发展情况..............................................................................2 2.4 合成氨技术未来的发展趋势..............................................................................2 2.5 合成氨生产工艺介绍..........................................................................................2 2.6 脱碳单元在合成氨中的作用..............................................................................4 3 脱碳方法及工艺选择 .............................................................................................4 3.1 脱碳方法选择......................................................................................................4 3.2 脱碳工艺的选择..................................................................................................8 3.3 脱碳工段主要设备的选择................................................................................12 3.4 工艺操作条件的选择........................................................................................12 4 工艺计算 ...............................................................................................................13 4.1 物料衡算及热量衡算........................................................................................14 5 热量衡算汇总表 ..................................................................................................23 6 主要设备计算 .......................................................................................................24 6.1 二氧化碳吸收塔................................................................................................ 24 6.2 已知条件............................................................................................................24 6.3 塔径计算............................................................................................................24 6.4 填料层高度计算................................................................................................26 6.5 塔附属高度的确定............................................................................................27 6.6 液体分布器选择................................................................................................27

6.7 填料层压降计算................................................................................................27 6.8 二氧化碳吸收塔计算总结................................................................................28 6.9 二氧化碳再生塔................................................................................................28 6.10 操作条件..........................................................................................................28 6.11 塔径计算..........................................................................................................28 6.12 填料层高度计算..............................................................................................30 7 工厂平面设计 .......................................................................................................31 7.1 厂房设计要求....................................................................................................31 7.2 厂房设计............................................................................................................31 7.3 厂址的选择........................................................................................................31 7.4 总布局主要应满足的要求................................................................................31 8 三废处理 ...............................................................................................................32 8.1 废水处理............................................................................................................32 8.2 废气处理............................................................................................................32 8.3 废渣处理............................................................................................................32 9 总结 .........................................................................................................................32 10 附:带控制工艺流程图和二氧化碳吸收塔设备结构图 ...................................32 参考文献 .....................................................................................................................32 致 谢 ......................................................................................................................... 34

年产 5 万吨合成氨净化工段工艺设计
1 前言
合成氨是传统的化学工业之一,诞生于二十世纪初期。氨气是最基本的化工产品之一,用途广 泛,在国民生产中具有十分重要的地位。合成氨的工业生产过程主要包括造气、净化、压缩和合成 三个步骤。其生产主要包括:脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输入氨库 和氨吸收八个工艺流程。
在合成氨过程中,脱碳工段处于承前启后的关键位置,其作用不仅是净化合成气,防止经变换 后的合成气中含有的大量二氧化碳使后期合成氨催化剂中毒,又能回收 CO2 用以制造尿素、纯碱、 碳酸氢铵等。因此,二氧化碳的脱除和回收利用是脱碳过程的两项重要任务,也在合成氨中占有较 重要的地位。
本设计是年产 5 万吨合成氨脱碳工段初步设计。设计的目的是为了寻找出一套合理高效的脱碳 工艺,获得纯度较高的净化气,并提高二氧化碳的回收率,简化工艺流程,降低能耗,达到较高的 经济效益指标。设计的内容主要包括生产工艺的确定和比较,物料衡算和能量衡算,设备的选型与 设计以及绘制带控制点的工艺流程图和一张主体设备结构图。
本设计主要解决的关键问题是在二氧化碳吸收和再生这个可逆过程中溶液的浓度、循环量的确 定、吸收塔和再生塔的设计及附属设备的合理选择。
2 合成氨的概述
2.1 氨的发现和制取
氨气是 1754 年由 J.普里斯特利在加热氯化铵和石灰的混合物时发现的,其反应式为: CaCN2+3H2O(g)→2NH3(g)+CaCO3
1784 年 C.L.伯托利确定氨气是由氢和氮组成的。19 世纪中叶,炼焦工业开始兴起,在生产焦炭 过程中制得了氨[1]。1909 年德国化学家哈伯提出了工业氨的合成方法,即“循环法”,这是目前工 业普遍采用的直接合成法。合成氨反应式如下:
N2+3H2≈2NH3 2.2 氨的性质和用途 2.2.1 氨的性质
氨为无色气体,具特有的强烈刺激性气味。密度为 0.771g/L(标准状况),比空气轻。沸点-33.35℃, 高于同族氢化物 PH3、AsH3 等,易液化。熔点-77.7℃。液氨密度为 0.7253g/cm3,气化热大,达 23.35kJ/mol,是常用的致冷剂。氨极易溶于水,20℃时 1 体积水能溶解 702 体积氨气。液氨是极性 分子,似水,可发生电离,也可溶解一些无机盐,如 NH4NO3、AgI 等。空气中允许 NH3 最高含量 规定为 0.02mg/L,若达 0.5%则强烈刺激粘膜,引起眼睛和呼吸器官的症状。NH3 遇 Cl2、HCl 气体 或浓盐酸有白烟产生。氨水可腐蚀许多金属,一般用于盛放氨水的铁桶内测应涂抹沥青。NH3 的催 化氧化是放热反应,反应生成 NO,工业上用于制 HNO3,NH3 也可以被氧化生成 N2。NH3 的另一个 特性就是能使红色石蕊试纸变蓝。
1

2.2.2 氨的用途
NH3 是重要的无机化工产品之一,在国民经济中应用非常广泛。合成氨是大宗化工产品之一, 目前世界合成氨的年产量很大,已超过一亿吨。其中 85%的合成氨用做生产化肥,农业上使用的尿 素、硝酸铵、磷酸铵、氯水以及各种含氮混肥等氮肥,都是以氨作为原料的,并且液氨也可直接用 作肥料。
NH3 也是制造炸药和各种化学纤维及塑料的重要原料。NH3 可以制得硝酸,进而用硝酸再制造 硝酸铵、硝化甘油、硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中,合成氨可以用作氮源,生产人造丝和己 二胺等。
氨的其它工业用途也十分广泛,例如,NH3 能当做制冷济,用于制冰、空调等系统。在冶金工 业中可用 NH3 来提炼金属铜等,在生物化学和医药方面 NH3 可用作生产维生素、磺胺类药物和一些 氨基酸等。
综上所述,合成氨在国民经济中占有的地位十分重要。
2.3 我国合成氨工业的发展情况
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。
解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂,解放后合成氨工业有了迅速发展。1949 年全国氮肥 产量仅 0.6 万吨,到 20 世纪 50 年代,合成氨单系列装置的生产能力最大仅为 4 万吨/年,满足不了 市场需求。70 年代,我国建成了一批中型氮肥生产装置,合成氨单系列装置的生产能力达到 6-12 万吨/年。随着现代农业的快速发展,高浓度化肥的市场需求不断增加,我国先后引进了 30 套以油、 天然气和煤为原料的 30 万吨/年合成氨装置。除此之外,还自行设计制造了以轻油为原料的的年产 30 万吨的合成氨生产装置。到 1982 年,年产量以达到 1021.9 万吨,成为世界上合成氨产量最高的 国家之一。
2.4 合成氨技术未来的发展趋势
根据目前合成氨技术发展的现状分析,未来氨合成的生产原理不会放生本质上的变化,其技术 发展将会继续以“提高运行周期、降低生产成本、改善经济效益”为目标,进一步集中在“大型化、 低能耗、结构调整、清洁生产、长周期运行”等方面进行技术的研究开发。
大型化、自动化、集成化与形成经济规模的生产中心、低能耗与更环保将是未来氨的合成装置 的主要发展方向。单系列合成氨装置生产能力将有较大的上升空间;以油和煤为原料合成氨工艺, 降低能耗将有很大发展空间,但以天然气为原料制氨工艺中,生产能耗已经接近理论水平,预计不 会有更大幅度的下降。
在合成氨装置的技术发展中,其研究焦点主要集中在关键性的工序和设备上,关键工序有合成 气制备 、合成气净化、氨合成技术;关键设备则主要是合成气压缩机[2]。
2.5 合成氨生产工艺介绍
合成氨的主要原料可以分为气体、液体和固体三种。经过多年的发展,合成氨技术已经发展的 相当成熟,基本都是由原料气制备、净化和氨合成三部分组成。原料气制备,是指将原料制成含 H2 和 N2 的粗原料气。对于煤和焦炭等固体原料,制取合成气通常采用气化法;渣油获得合成气的方法
2

主要采用非催化部分氧化法;工业中还利用二段蒸汽转化法从石脑油和气态烃类中制取合成气。净 化过程指的是对粗原料气进行净化处理,主要包括变换、脱硫脱碳以及气体精制三个过程,主要目 的是除去原料气中的杂质。NH3 的合成是指将纯净的氢、氮混合气压缩,在高压和催化剂的作用下 反应生成 NH3。
下面从三个方面详细说明合成氨的工艺流程: (1)造气:因为空气中含有 71%的氮气,目前已经有很多的技术从空气中分离出满足上述反应 的氮气,所以造气就是提供维持该反应的氢气的过程。最早的造气工艺就是将煤或焦碳在高温下与 水反应生成水煤气或半水煤气,这种混合气体就是原料气。这种工艺在二十世纪前半期一直是主流 造气工艺,并且一直沿用至今。二十世纪六十年代出现了新的造气原料,例如天然气、石油重油、 石脑油等。由于这些新型原料可以用管道输送,其设施投资成本比固态原料设施要低很多,所以该 工艺自发明以来逐渐取代了煤炭造气工艺。但从目前能源的储量、开采和消耗走势来看,煤炭造气 可能要重新得到重视。 (2)净化粗合成气:该过程主要是对合成气中的硫化物、碳的氧化物等有害杂质进行脱除的过 程。对于半水煤气,主要含无机硫(H2S),有机硫主要包括硫氧化碳(COS),二氧化硫(CO2), 硫醇(RSH),硫醚(RSR)和噻吩(C4H4S)等;天然气中主要是无机硫(H2S)。天然气、石油 重油、石脑油等中的硫化物的含量因产地不同而不同。这些硫化物不但使产品不纯净,更重要的是 它们对生产设备有极强烈的腐蚀作用,而且特别容易使催化剂中毒失去活性。脱硫的方法主要分湿 法和干法两类。湿法包括物理法、化学法、物理-化学法三种,但湿法脱硫精度不及干法。干法脱硫 适合脱出低量或微量的硫化物,其也分为物理吸附和化学吸附。但通常干法脱硫装置设备庞大复杂。 脱碳是净化合成气的另一个重要步骤,任何方法制取的原料气都含有 CO 和一定量的 CO2,其体积 分数一般为 12%~40%。而 CO 在生产过程中还能被氧化为 CO2,在后续工段中 CO2 容易使催化剂中 毒,并且容易在某些低温工段固化成干冰堵塞管道设备,在甲烷化过程中还会消耗大量 H2 生成无用 的气体 CH4。而回收的 CO2 可以在尿素、碳酸氢铵等产品的生产中利用,可见脱碳的意义十分重大。 因为本设计的题目为合成氨脱碳工段的工艺设计,所以不在此对其赘述,在后面有对脱碳工段的详 细介绍。总的说来,对于粗合成气的净化是系统而且复杂的工作,它不仅关系产品质量,也对生产 中能量的综合利用和环境的保护有重要的影响。脱硫脱碳后还需要对原料气进行最终净化,将原料 气中剩余的少量 CO 和 CO2 除去,使其总量不超过 10cm3/m3。最终净化有铜氨液吸收法、甲烷化法 和深冷分离法等。 (3)氨的合成:此工序是将纯净的 H2、N2 混合气压缩到高压,在催化剂的作用下合成 NH3。 氨的合成是提供液氨产品的工序,是合成氨生产过程的最重要的部分。由于反应后气体中氨含量不 高,一般只有 10%~20%,故采用未反应氢氮气再循环的流程。氨合成的反应式如下:
N2+3H2→2NH3(g) =-92.4kJ/mol 工业中反应压力一般在 10~35MPa 之间,根据能量利用合理来取值。近些年来,人们已经开发 出一系列的催化剂,但使用比较广泛的是寿命比较长,活性良好而且价廉易得的铁系催化剂。该催 化剂在早期制备时还加入了促进剂。而对于产品的分离,目前工业上主要有水吸收法和冷凝法两种。 具体流程图如下:

造气

除尘 脱除 CO2

脱硫
3 压缩

CO 变换 脱除 CO

图 2.1 合成氨工艺流程
2.6 脱碳单元在合成氨中的作用
在合成氨过程中,不论用什么原料及方法造气,经过变换后的合成气中都会有大量的 CO2,原 料中烃的分子量越大,合成气中 CO2 就越多。这些 CO2 如果不及时除净,不仅耗费气体压缩功,占 用设备体积,而且对后续工序有害。此外,CO2 还是重要的化工原料。因此合成氨生产中把脱除工 艺气中 CO2 的过程称为“脱碳工段”,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 两个作用。因此脱碳单元在合成氨中处于关键位置,起着承前启后的作用。脱碳运行的好坏, 直接关系到整个装置的安全稳定与否。
3 脱碳方法及工艺选择
3.1 脱碳方法选择
3.1.1 脱碳方法简介
由于 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 的方法可分为三大类:化学吸收法、物理吸收法和物理化学吸收 法。
物理吸收法的原理是通过交替改变 CO2 和吸收剂(通常是有机溶剂)之间的操作压力和操作温 度以实现 CO2 的吸收和解吸,从而达到分离处理 CO2 的目的。在整个吸收过程中不发生化学反应, 因而消耗的能量比化学吸收法要少,通常物理吸收法中吸收剂吸收 CO2 的能力随着压力增加和温度 降低而增大,反之则减小[3]。物理吸收法中常用的吸收剂有丙烯酸酯、聚乙二醇、甲醇、乙醇以及 噻吩烷等高沸点有机溶剂。目前,工业上常用的物理吸收法有 Fluor 法、Rectisol 法、Selexol 法等[4], 南化公司研究院于 80 年代初开发成功一种较为先进的脱碳技术—NHD 法[5],它与国外的 Selexol 工 艺类似,只是二者所用溶剂的组分不同。NHD 溶剂的主要成分是聚乙二醇二甲醚的同系物,脱除 CO2 效率在物理吸收法中较高。物理吸收法由于 CO2 在溶剂中的溶解服从亨利定律,因此仅适用于 CO2 分压较高的条件。
化学吸收方法是利用 CO2 是酸性气体,能与碱性化合物反应的特性将其吸收。原料气和化学溶 剂在吸收塔内发生反应,CO2 进入溶剂形成富液,富液进入脱吸塔经加热分解出 CO2,吸收与解吸 交替着进行,从而实现 CO2 的分离和回收。目前工业中广泛采用的方法有两种:热碳酸钾法和醇胺 法。热碳酸钾法包括苯非尔德法、坤碱法、卡苏尔法等。以乙醇胺类作吸收剂的方法有 MEA 法(一 乙醇胺)、DEA 法(二乙醇胺)及 MDEA(N-甲基二乙醇胺)法等[6]。其中苯菲尔法和活性 MDEA 法应用最多[7]。常用的化学吸收剂有氨水、乙醇胺、催化热钾碱液等。化学吸收法是传统的脱除 CO2 的方法,脱除后产品气纯度高并且处理量大,目前已经得到广泛深入的研究和应用。
4

物理-化学吸收法是综合了两种吸收的方法,将其结合在一套生产工艺中。比如说常用的环丁砜 法,它的吸收剂是环丁砜和烷基醇胺水溶液,两者分别是物理吸收和化学吸收。还有德国的 BASF 公司开发的活化 MDEA 法采用的 N-甲基二乙醇胺脱碳也属于此种方法。
3.1.2 脱碳方法的比较
物理吸收法:早期的合成氨厂多采用加压水洗法进行脱碳。加压水洗脱碳通常在填料塔或筛板 塔中进行。此法设备简单,但 CO2 的净化能力差,且水洗法的喷淋密度大,动力消耗高,因此近年 来合成氨厂的新建脱碳工艺已为其他方法所取代。
吡咯烷酮法是以 N-甲基吡咯烷酮作为吸收剂。吡咯烷酮具有对 CO2 蒸汽压较低、粘度较小、沸 点较高、溶解度高等优点。该方法特别适用于气压大于 7MPa 的场合,但由于 N-甲基吡咯烷酮价格 比较贵,因此应用不是很广泛。
以聚乙二醇二甲醚为吸收剂的脱碳过程称为 Selexol 法。聚乙二醇二甲醚具有无特殊气味、无毒、 沸点高、冰点低、腐蚀性低、化学性质稳定等特点,是一种理想的物理溶剂。但由于聚乙二醇二甲 醚价格昂贵,投资及操作费用均较高,因此该法很少在国内应用。
低温甲醇法是由德国林德和鲁奇公司联合开发的,以甲醇作为吸收剂,在 1~2MPa,温度为 -75~0℃的范围内可同时脱除 CO2 和 H2S。CO2 可脱至 1~2E-5,H2S 可脱至 0.1E-6。该法的特点是不 会使原料气变湿,再生能耗低。此法在国内外应用都比较广泛。
碳酸丙烯酯法是以碳酸丙烯酯为吸收剂的脱碳方法。碳酸丙烯酯对 CO2、H2S 的溶解度较大,具 有化学性质稳定、无毒、无腐蚀、蒸汽压低、溶解热低、粘度小等特点。该法对 CO2 的回收率比较 高,能耗比较低,但是投资费用也比较高。此法在国内也有一定的应用。
总的来说,物理吸收法存在诸多不足,例如水洗法操作费用高,工艺较老。物理吸收法吸收选 择性也稍差一点,一般适合高含量的 CO2。
化学吸收法:苯菲尔法的吸收剂是在 K2CO3 水溶液中加入二乙醇胺(DEA)作为活化剂,加入 V2O5 来防腐。碳酸钾水溶液具有强碱性,能与 CO2 反应生成 KHCO3。生成的 KHCO3 在受热和减压时, 又可重新放出 CO2,生成 K2CO3,因此可循环使用。为了提高反应速度,吸收需在较高温度(90~110℃) 下进行,因此吸收与再生的温度相近,可简化流程,同时降低了再生能耗,增加了吸收能力。苯菲 尔法可以在高温下运行,再生热低,添加 V2O5 用以防腐,但该工艺需要对设备进行钒化处理,对工 人的操作水平要求较高。
活性 MEDA 法是指以一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)吸收 CO2 后生成稳定的胺基甲酸盐,反 应热大,加热再生较困难,蒸汽消耗较高;N-甲基二乙醇胺(MDEA)与 CO2 反应生成不稳定的碳酸 氢盐,反应热小,加热后容易再生,蒸汽消耗较低。MDEA 水溶液与 CO2 反应受液膜控制,反应速 度较慢。为加快反应速度,德国 BASF 公司开发了改良的 MDAE 脱碳工艺,在 MDEA 水溶液中加 入少量活化剂组成吸收液,CO2 先与活化剂快速反应,其生成物再与 MDEA 溶液进行反应,提高了 MDEA 溶液对 CO2 的吸收速度。一般以甲基乙醇胺、哌嗪、咪唑或甲基取代咪唑作为活化剂。
因此,化学吸收法相对来说较好,其明显的特点是选择性好、收率高。如催化热钾碱液法的工 艺日益完善、成熟,设备也较为先进,能够满足脱碳净化的要求,安装成本也适合各种规模的生产, 装置和操作也都不太复杂,以在工业中得到广泛应用。其工艺的先进度主要取决于活化剂的选择。
物理-化学吸收法兼备物理法和化学法的优点,如德国的 BASF 公司开发的活化 MDEA 法采用 的 N-甲基二乙醇胺脱碳,其既有物理法的优点又有化学法的优点,并且加入活化剂,可以调节吸收 性能。所以说此种方法具有很大的发展潜力。
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另外,MDEA 工艺溶解度大,酸气负荷高,闪蒸放出的 CO2 量多,CO2 回收率高,溶液循环量 相对较小,能耗较低。同时,MDEA 热稳定性好,不易降解,溶剂挥发性小,溶液对碳钢设备腐蚀 性弱。并且该工艺成熟,操作简便,对工人的素质要求相对较低,近年来在国内得到广泛的应用, 是优先选取的化学吸收工艺。
3.1.3 工艺比较
(1)溶液吸收二氧化碳的能力 低温甲醇法> 环丁砜法>N.2-甲基吡咯烷酮法>含砷热钾碱法=聚乙二醇二甲醚法 >乙醇胺法>有 机胺硼酸盐催化热钾碱法=二乙醇胺催化热钾碱法[8]。 (2)消耗能源比较 蒸汽:乙醇胺法>环丁砜法>含砷热钾碱法>有机胺硼酸盐催化热钾碱法>二乙醇胺催化热钾碱 法>低温甲醇法。 电:含砷热钾碱法>有机胺硼酸盐催化热钾碱法>二乙醇胺催人热钾碱法> -乙醇胺法> 环丁砜 法>聚乙二醇二甲醚法> 低温甲醇法>N.2-甲基吡咯烷酮法。 水:水洗法> 含砷热钾碱法> 有机胺硼酸盐催化热钾碱法> - 乙醇胺法> 环丁砜法> 二乙醇胺 催化热钾碱法> 低温甲醇法>N.2-甲基吡咯烷酮法。
3.1.4 脱碳方法的确定
热钾碱吸收法是合成氨工业上一种典型的化学吸收脱碳方法,目前国内外都广泛的采用此工艺, 相对于其他的吸收方法,该工艺能够满足脱碳净化的要求,装置和操作不太复杂,安装成本也比较 适合各种规模的生产。
由于添加的活化剂不同,热钾碱吸收法可以分为多种方法,目前合成氨厂主要采用得有:一是 苯菲尔法(又称二乙醇胺改良热钾碱法),以二乙醇胺为活性剂;二是氨基乙酸催化热钾碱法,以 氨基乙酸为活性剂。两者都是以五氧化二钒为缓蚀剂。
其中 DEA 改良热钾碱法(又称二乙醇胺法)是世界上广泛应用的胺类处理酸性物质或气体的方 法。因为 DEA 不易被 CO2 或 CS2 降解,其气相损失少,反应速度快,循环率高。由于该方法达到了 一定经济性和脱碳要求,所以本设计采用此方法。下面详细介绍此法。
(1)概述:该方法是利用碳酸钾溶液在高温下吸收 CO2,反应式为 CO2+K2CO3+H2O=2KHCO3。 从经济效益出发,本设计采用的操作温度为 110℃。因为在高温条件下 K2CO3 溶解度增大,可以加 大 CO2 的吸收量率,CO2 吸收速度较快;同时这个温度与 CO2 再生温度相近,可以节约能量,降低 生产成本。此外还给溶液中加入活性剂 DEA 和缓蚀剂,因为高温下的 CO2 溶解度降低,反应速度减 慢。而较低的反应速度下,K2CO3 对设备和管道的腐蚀作用会加快。因此加入活性剂以加快反应速 度,增大 CO2 溶解量。加入缓蚀剂则可以减缓其对设备和管道的腐蚀。
添加活化剂 DEA 不仅可以提高反应速度,而且还会改变的 CO2 平衡分压,如表 3.1。

表 3.1 DEA 含量对溶液吸收能力的影响

DEA 含量(%)

0

1

2

3

相对吸收系数

0.413

1.00

0.629

1.00

相对 CO2 分压(MPa)

1.94

1.61

1.00

1.00

6

DEA 含量不同,其溶液的吸收能力不同,如不同含量的 DEA 法的溶液吸收能力如下: 普通的 DEA 法:使用 20%-25%的 DEA 溶液,其对酸性气体的吸收能力为 12~19m3CO2/ m3 溶液。 高吸收能力的 DEA 法使用 25%-27%的 DEA 溶液,其对酸性气体的吸收能力为 30~32 m3 立方 米 CO2/ m3 溶液。 SNPA 法,使用 25%—30%的 DEA 溶液,其对酸性气体的吸收能力 32~38.4 m3CO2/ m3 溶液。 (2)纯碳酸钾反应机理及催化热钾碱法反应机理 纯碳酸钾反应机理: 反应式:

CO2 ? K 2CO3 ? H 2O ? 2KHCO3
这一反应可以分为下列几步完成:

(3-1)

H 2O ? H ? ? OH ?

(3-2)

K2CO3 ? 2K ? ? CO32?

(3-3)

CO2 ? OH ? ? HCO3? H ? ? CO32? ? HCO3?

(3-4) (3-5)

K ? ? HCO3? ? KHCO3

(3-6)

碳酸钾水溶液吸收 CO2 是一个复杂的过程,可以大致分为以下四个步骤。

气相中 CO2 扩散到溶液界面。

CO2 溶解于界面的溶液层中。

溶液中的 CO2 在界面液层中与碳酸钾溶液发生反应。

反应产物向液相扩散,而反应从液相向液面扩散。

上述各步中除第三步式(3-4)是化学过程外,其余均为物质传质过程。整个过程中化学反应速

度最慢,是整个吸收过程的控制步骤。

含有二乙醇胺(DEA)的纯碳酸钾水溶液与 CO2 的反应

二乙醇胺(DEA)的分子式:(CH2CH2OH)2NH,简写为 R2NH。

结构式为:

H

OHCH 2CH 2—N—CH2CH 2OH

当碳酸钾溶液中含有少量 DEA 时,与 CO2 反应里程如下:

K2CO3 ? 2K ? ? CO32?

(3-7)

R2NH ? CO2 ? R2NCOOH

(3-8)

R2 NCOOH ? R2 NCOO ? ? H ?

(3-9)

R2 NCOO? ? H2O ? R2 NH ? HCO3? H ? ? CO32? ? HCO3?

(3-10) (3-11)

K ? ? HCO3? ? KHCO3

(3-12)

经研究发现,该过程中反应最慢的是式(3-8)这一步,因此这一步就是该过程的控制步骤。

(3)K2CO3 溶液的再生:K2CO3 溶液吸收 CO2 后转变为 KHCO3 溶液 pH 值降低,活性下降不

能再吸收 CO2,于是要将溶液再生以恢复其活性.再生就是驱逐出 CO2 使溶液恢复吸收能力,以循环

使用。再生的反应式为:

2KHCO3 ? CO2 ? K2CO3 ? H 2O
7

(3-1)

从上反应式可以看出:温度越高,压力越低,越有利于 KHCO3 的分解,故再生反应应在高温以 及低压的条件下进行。
3.2 脱碳工艺的选择
3.2.1 脱碳工艺流程的分类及比较
热钾碱法脱除 CO2 的工艺流程一般有:一段吸收一段再生、二段吸收一段再生、两段吸收两段 再生、多段吸收多段再生四种[9]。
各种工艺流程比较: (1)一段吸收一段再生流程:该流程的特点是流程简单,所需设备少,成本低廉,但是使用该 流程净化度差,净化气中 CO2 剩余在 5%左右,可以用于净化度要求不高的情况。 (2)二段吸收一段再生流程:该过程由于有少部分溶液经冷却后进入吸收塔顶部,净化度可达 到 CO2 含量 1%,比起前者净化度上有一定的提高,但依然不能满足大规模生产的要求,再生热耗 较高,仅在一些较低的小规模装置上使用。 (3)多段吸收多段再生流程:这种工艺净化度最高,能耗最低,但是设备繁多,装置系统极其 复杂,操作要求也很高,这样就导致该工艺的投资很大,因此从经济和合理性的角度来考虑,此种 工艺还不适合工业生产。 (4)两段吸收两段再生流程:目前较为常用的是该流程,这种工艺流程的气体净化后一般 CO2 含量不大于 1%,而且其再生热耗也比较合理,流程图如图 3.1

净化气

吸收塔

再生塔

变换气
图 3.1 两段吸收两段再生流程
其优点是:在吸收塔下部用温度较高的再生溶液吸收,不仅加快了吸收 CO2 的反应速度,而且 节省再生过程的热耗。而在吸收塔的上部用温度较低的溶液吸收,降低了溶液表面的二氧化碳平衡 分压,提高了气体的净化度,对于能量的综合利用也比较充分。而它的设备装置和操作系统在也可 以被广泛接受,所以目前该流程应用很广。
3.2.2 设计工艺流程的确定 通过以上的比较,目前适于选用的是“两段吸收两段再生”流程,所以本设计选用此流程。下 面简单介绍一下该流程。
8

含 CO228%左右的经变换的合成气通过与再生塔下部的碱液换热后温度降低到 125℃,经气体 分布管道进入吸收塔底部,此时该合成气的压力是 1.8MPa。在吸收塔顶部和中部分别用 80℃贫液和 104℃半贫液进行洗涤,出塔时净化气温度约为 80℃,CO2 含量低于 1%。富液从吸收塔底部引出, 经过能量回收后进再生塔顶部,在塔内溶液经过闪蒸出部分水蒸汽和 CO2 后,与由再沸器加热产生 的逆流蒸气接触,同时被加热并放出 CO2,又由塔中部引出半贫液,温度约 110℃,经半贫液泵送 入吸收塔中部,剩下的溶液在再生塔下部继续与逆流的蒸汽接触进行再生,再生后的贫液温度约 120℃,用贫液泵加压经冷却到 80℃左右送入吸收塔顶部。
吸收 CO2 的过程中,温度的控制是非常关键的步骤,它直接影响到 CO2 吸收的速度和平衡。温 度过高,K2CO3 的溶解度加大,这样提高了吸收速度率;但同时高温下溶液表面 CO2 的平衡分压增 大,导致气体净化程度低,不利于对 CO2 的吸收。而在“二段吸收二段再生”流程中,吸收塔下段 的 CO2 分压较高,平衡溶解度较大,采用部分再生的半贫液在较高的温度下进行初步吸收,而吸收 塔上部气相中的 CO2 分压较低,平衡溶解度也相对较少,故采用再生贫液来吸收,这样就可以提高 净化度。吸收温度的高低主要通过改变半贫液和贫液的流量比来控制,在保证气体净化度的前提下 尽可能的降低贫液的流量,这样可以减少热量消耗,通常贫液与半贫液的流量比为 1:3。
3.2.3 本设计工艺流程简述
变换气、净化气流程 (1) 流程图如图 3.2:

变换气再沸器

变换气分离器

吸收塔

净化气冷凝器

CO2 分离器

净化气分离器

图 3.2 变换气净化流程

(2)流程概述 进入吸收塔的变换气来自变换工段的热水塔,进入变换气煮沸器壳程,与从再生塔下来的溶液 进行热交换升温后进入变换气分离器以分离其中冷凝水,同时,1.8Mpa,125℃左右的变换气进入 CO2 吸收塔下部。由下而上与中部、上部喷淋下来的半贫液和贫液逆流接触,CO2 被溶液吸收。得 到净化的气体从顶塔出来,经净化气冷却器和分离器,被循环水冷却至 40℃以下并分离出冷凝水, 净化气中 CO2 含量控制在不大于 1.0%,送往压缩工段。 再生气流程 (1) 流程图如图 3.3

再生塔

再生气水冷器

CO2 分离器

尿素车间 9

冷凝水去回流

图 3.3 再生气流程
(2)流程简单概述 在吸收 CO2 后的富液,进入再生塔再生,由反应(3-12),CO2 从流体中解吸需要吸收热量。 解吸出来的 CO2 进过再生塔顶部除沫层后,经过除沫层与三层罩板上喷淋而下的流体接触,从而使 CO2 得到再一次净化。CO2 出塔时的温度为 98℃,经过再生气冷却系统后为 40℃左右,再经载 CO2 分离器分离出冷凝液,送往尿素车间,而冷凝水去回流泵。 富液、半贫液、贫液流程 (1) 流程图如图 3.4





收 塔

半贫液泵

收 塔

水力透平

贫液冷却 器

贫液泵

图 3.4 富液、半贫液、贫液流程
(2)简单流程简述 ①富液流程:吸收 CO2 的富液从吸收塔底部引出,经水力透平后送入再生塔上部;后直接经大 副线送入吸收塔。 ②半贫液流程:由再生塔中部引出的经过部分再生的半贫液经自调阀组后经过滤阀组进入半贫 液泵,加压至 2.0MPa 左右,经过自调阀组进入吸收塔中部。 ③贫液流程:由再生塔下部引出的溶液,经加热到 120℃后进入再生塔底部。被再生为贫液, 由塔底引入贫液冷却器管内,被冷凝水冷却到 80℃-90℃进入贫液泵,加压到 2.0MPa 左右,再经过 过滤进入吸收塔上部。 循环水流程 (1) 流程图如图 3.5

循环水总管

→ 净化器冷却器

→ 循环水总管

图 3.5 循环水流程

(2)流程简单概述 循环水来自总管,从净化气冷却器的下部进入,上部出来进入循环水总管。 软水系统 (1) 软水系统流程图如图 3.6
10

变换气分离器

软水回电站

净化气分离器 图 3.6 软水系统流程

(2)流程简单概述 从热电站来的软水,经过 CO2 脱盐水换热器后,回热电站涡炉给水使用。 冷凝水系统 (1) 冷凝水系统流程图如图 3.7

蒸汽煮沸器

冷凝水闪蒸槽

自调节阀组

贫液冷却器

冷凝水总管

冷凝水槽

冷凝水来自铜洗槽

图 3.7 冷凝水系统流程
(2)流程简单概述 从蒸汽煮沸器出来的蒸汽冷凝后进入冷凝水闪蒸槽,经闪蒸回收蒸汽,降温后,闪蒸槽经自调 阀进入冷凝水槽,在此汇合来自铜洗的冷凝水并一起进入冷凝水泵进口总管。由热电站来的脱盐水 来调节和补充,经泵加压的大部分冷凝水经自调阀组送往冷凝水槽。另外在泵出口总管设有排放管, 必要时经自调阀组进行排放。 蒸汽系统 (1)蒸汽系统流程图如图 3.8

再沸器

低压蒸汽

增湿器

一、二、三、四级喷射器

地下溶液槽

再生塔

活性碳过滤 图 3.8 蒸汽系统流程

(2)流程简单概述

11

电站来的低压蒸汽经湿器以后分成三条线。一条进入再沸器;另外一条进入闪蒸器的第一,第 二,第三级喷射器,喷射后的蒸汽直接进入再生塔作汽提气;最后一条同往地下槽,用于贮槽加热, 过滤活性碳再生作用。
3.3 脱碳工段主要设备的选择
3.3.1 主要设备种类的选择
脱碳工段的主要设备为吸收塔和再生塔,可以分为筛板塔和填料塔两种。筛板塔体积庞大,生 产强度较低。而填料塔就体现出了它的优点,所以大多数工厂采用填料塔。本设计同样选用填料塔。 常用的填料有不锈钢、碳钢、聚丙烯制成的鲍尔环和陶瓷制的马鞍形填料。由于热钾碱溶液能将陶 瓷中的 SiO2 侵蚀出来,因而必须要选择优质的陶瓷做填料。目前还有塑料做的填料,其优点是质轻 耐腐蚀,缺点是不适于高温操作,所以要用玻璃纤维来加强,而且使用温度不能超过 120℃。综合 考虑,本设计决定采用金属鲍尔环填料。
3.3.2 主要设备装置的选择
吸收塔:由于采用两段吸收,进入上塔的溶液量仅为全塔溶液量的 1/4 到 1/3,同时气体中大部 分的 CO2 又都在塔的下部吸收。因此在形状上,吸收塔呈现上小下大。
上下塔内均装有填料,为了使溶液能均匀的润湿填料表面,除了在填料上层装有液体分布器外, 上下塔的填料又分为两层,两层填料间也安装有液体分布器。每层填料都置于波纹状态多孔支板上。 气体由上面和侧面进入填料而液体由波纹的下孔流出,这样的气体分布均匀。填料采用金属鲍尔环, 大部分用碳钢制作,只在每层填料的上层和最下层采用不锈钢制作的。下部设有消泡剂,防止液体 产生旋涡将气体带入再生塔内,在吸收塔富液出口管上装有防涡流挡板。
3.4 工艺操作条件的选择
3.4.1 压力
吸收压力:根据吸收反应式(3-1),可以知道加压有利于 CO2 的吸收。提高吸收的压力,同时 提高了 CO2 的平衡分压,这样就加快了吸收反应速度,提高了溶液吸收能力的同时也提高了溶液净 化度,降低了再生热的消耗,生产装置中吸收压力的净化度和吸收能力的影响如表 3.2 所示。

气量 m3/h 100 100 100 100 100 100

表 3.2 吸收压力的净化度和吸收能力的影响

压力 kg/cm2

净化度 CO2%

6.0

0.3~0.5

6.3

0.3~0.5

12.5

0.2~0.3

12.2

0.2~0.3

15.5

0.1~0.3

15.1

0.1~0.2

吸收能力 m3/m3 10.0 11.0 15.5 16.5 17.0 17.0

12

实验表明,当 CO2 分压低于 12kg/cm2(绝压)时,采用热钾碱法来吸收 CO2 是不经济的,此时 再生所消耗的热量大大增加,所以压力越高越有利于吸收。但是对于合成氨厂的脱碳工序来说,气 体的压力是由前后各工序来决定的。因此系统吸收的压力一般为 14~20kg/cm2。
再生压力:其是影响再生度和再生蒸汽的重要因素。再生压力降低,再生蒸汽中 CO2 的分压也低, 而液体中 CO2 的浓度随着液面上 CO2 的减小而迅速降低,这样有利于 CO2 解吸。再生压力降低可以 减少再生时的热量消耗,但是再生压力也不能任意降低,要能够解吸出来的 CO2 送到下一工序,一 般控制在 18~40kPa。
3.4.2 温度
碳酸钾溶液在较高的温度吸收 CO2 有许多优点: 一、提高碳酸钾在溶液中的溶解度,增加溶液吸收 CO2 的能力; 二、较高的温度可加快吸收 CO2 的速度; 三、吸收和再生在相近的温度下进行,可以减少能量损失,充分利用热量。但是温度不是可以 任意提高的,我们必须考虑溶液蒸发损失,设备的承受能力等不利因素。实际操作中一般控制在 100℃ 到 130℃。 由于 CO2 的析出反应要在不吸收条件下进行,再生塔得温度一般控制在溶液沸点附近约 105℃ ~110℃。受沸点的影响,煮沸器出口溶液为 115℃左右,蒸汽温度为 150℃,压力为 0.4MPa。
3.4.3 溶液的浓度
碳酸钾溶液的浓度:增加碳酸钾溶液的浓度可以提高吸收 CO2 的能力,同时可减少溶液循环量, 提高气体的净化度,但是随着溶液浓度的升高,设备和管道也会加快腐蚀。低温操作,溶液会析出 碳酸钾结晶堵塞设备管道。因此通常把浓度定在 25%~30%(质量百分比)。
3.4.4 活化剂的浓度
活化剂采用 DEA,乙二醇胺。表 3.3 列出了加入 DEA 后碳酸钾溶液的平衡分压和吸收影响值。

表 3.3 DEA 对碳酸钾溶液的平衡分压和吸收影响值

DEA 含量%(质量)

0

1

2

3

相对吸收系数

0.413



0.692

1.00

相对 CO2 分压

1.94

1.61



1.00

4 工艺计算

工艺计算条件 (1)年合成氨产量:5 万吨 (2)干变换气组成和吨氨耗气量(耗损量 10%):

13

组分 组成(%) 体积流量 m3 摩尔流量 kmol

CO2 28.43 1225.65 54.72

表 4.1 干气变换气组成成分

CO

H2

N2

1.20

52.38

16.98

51.73

2258.17

732.03

2.31

100.81

32.68

CH4 1.01 43.54 1.94

合计 100 4311.13 192.46

(3)进工段变换气压力为: (4)计算基准: (5)钾碱液比热: (6)变换气中各组分的比热[kJ/(kg·℃)] [10]

1.8MPa 50000/(330×24)=6.31tNH3/h 3.3kJ/(kg·℃)

表 4.2 各组分比热

组分

CO2

CO

H2

N2

CH4

H2O

比热[kJ/(kg·℃)]

0.653

0.754

10.13

0.745

1.7

4.2

(7)以下计算均以每小时产 1t 合成氨为基准计算。 则干气流量为 4311.13m3/h=4.31 km3/h
4.1 物料衡算及热量衡算
4.1.1 变换气再沸器
(1)物料衡算 ①进口变换气:温度:170℃ 压力:1.8MPa 干气流量:4.31km3/h ②出口变换气:温度:125℃ 压力:1.8MPa 干气流量:4.31km3/h ③170℃饱和水蒸汽压:0.792MPa;125℃饱和水蒸汽压:0.232MPa[5] ④取变换气中水蒸汽饱和系数为:a=0.8 ⑤170℃时变换气含湿量:
[aP 水/(P0-aP 水)]×M/22.4 =[0.8×0.792/(1.8-0.8×0.792)]×18/22.4 =0.437kg 蒸汽/m3 干气 ⑥125℃时变换气含湿量:
[aP 水/(P0-aP 水)]×M/22.4 =[0.8×0.232/(1.8-0.8×0.232)]×18/22.4 =0.092kg 蒸汽/m3 干气 ⑦冷凝水流量:
0.437-0.092=0.345kg 蒸汽/m3 干气 则流量为:
0.345kg 蒸汽/ m3 干气×4.31km3/h=1.49kg/h (2)热量衡算

14

液体热焓(kJ/kg) 蒸汽热焓(kJ/kg) 汽化热(kJ/kg)

表 4.3 170℃及 125℃水的热焓 170℃水 719.29 2773.3 2054.0

125℃水 525.02 2716.4 2191.8

①带入热

变换气再沸器带入热

Q1=∑WCpT1

其中 Cp=流量/22.4

=(4.31×103/22.4)×170×(0.2843×44×0.65+0.012×28×0.754

+0.5238×2×10.13+0.1698×28×0.745+0.0101×16×1.7)

=0.747×106kJ/h

饱和水蒸汽带入热

Q2=WH =0.437×4.31×103×2773.3

=5.22×106kJ/h

故总带入热

Q11=∑Qi= Q1 +Q2 =(0.747+5.22)×106

=5.967×106kJ/h

②带出热

变换气再沸器带出热 Q1ˊ=∑WCpT1 =(4.31×103/22.4)×125×(0.2843×44×0.65+0.012×28×0.754

+0.5238×2×10.13+0.1698×28×0.745+0.0101×16×1.7)

=0.55×106kJ/h

饱和水蒸汽带出热

Q2ˊ=WH =0.092×4.31×103×2716.4

=1.08×106kJ/h

冷凝水带出热

Q3ˊ=WH =1.49×103×525.02

则总带出热

=0.78×106kJ/h Q12=∑Qi= Q1'+Q2'+Q3'
=(0.55+1.08+0.78)×106

=2.41×106kJ/h

所以变换气再沸器热量为

Q=Q11-Q12 =(5.967-2.41) ×106

=3.557×106kJ/h

4.1.2 变换气分离器

(1)进口变换气:干气流量 4.31km3/h 含湿量 0.437kg 蒸汽/m3 干气 (2)出口变换气:干气流量 4.31km3/h 含湿量 0.092kg 蒸汽/m3 干气 (3)分离冷水量:4.31×103×(0.437-0.092)=1.487×103kg/h

15

4.1.3 二氧化碳吸收塔

(1)操作条件[9]

进塔气温度:

125℃

出塔气温度:

80℃

出塔溶液(富液)温度:

120℃

下段进塔溶液(半贫液)温度:

104℃

上段进塔溶液(贫液)温度:

80℃

(2)出塔湿气流量 干原料气量:

4.31km3/h

125℃饱和蒸汽压:

0.23MPa

水蒸汽流量

V 水=V 干×[aP 水/(P0-aP 水)] =4.31×103×[0.8×0.232/(1.8-0.8×0.232)] =0.496km3/h

进塔湿气含量

(3)溶液组分[9]

V 湿 =V 干+V 水=4.31+0.496=4.806km3/h

贫液转化度 半贫液转化度 富液转化度 (此数据为 Kel1099 原始设计值,本次计算也依此为准)

Fc1=0.25 Fc2=0.43 Fc3=0.83

Fc=M(KHCO3)/(M(K2CO3)+M(KHCO3)) 式中 M 为单位体积溶液中 K2CO3、KHCO3 的摩尔浓度 贫液与半贫液的流量比

(4-l) 0.25︰0.75=1︰3

溶液中碳酸钾含量为

398.4g/L

则溶液的摩尔浓度为

398.4/138=2.89mol/L

由反应 K2CO3+CO2+H2O=2KHCO3+Q 知 1mol K2CO3 可以吸收 1mol CO2,则每立方米溶液完全吸收的 CO2 量为:
2.89×22.4=64.74m3CO2/m3 溶液 溶液的平均转化度

△Fc=0.25×(Fc3-Fc1)+0.75×(Fc3-Fc2)=0.445 则平均每立方米溶液吸收的 CO2 量为
64.74×0.445=28.81m3CO2/m3 溶液 (4)CO2 量 由于热钾碱溶液是碱性化学药剂,吸收选择性高,对变换气中 CO2 以外的气体吸收率很低,故 可以认为除 CO2 以外的气体均为惰性气体,且管道压强不变,则其体积流量在吸收前后不变,则变 换气中 CO2 的含量为 1%,则由 CO2 平衡和总的物料平衡计算得出出塔净化气流量和被溶液所吸收 的 CO2 量为: 出塔净化气量为

16

进塔变换气量为

V1=4.31×103×(1-0.2843)/(1-0.01)=3.12km3/h

被溶液吸收的 CO2 量为

V2=4.31km3/h

VCO2 =V2-V1=4.31-3.12=1.19km3/h

净化气干气组成如表 4.4。

组分 组成(%) 体积流量 m3/h 摩尔流量 kmol/h

CO2 1 31.16 1.39

表 4.4 净化气干气组成

CO

H2

N2

1.66

72.45

23.49

51.73

2257.54

731.95

2.31

100.78

32.68

CH4 1.4 43.624 1.95

合计 100 3116 139.11

(5)吸收塔溶液流量的计算 溶液的吸收能力为:28.81m3CO2/m3 溶液 则溶液的流量为

L=V吸CO2 /28.81=1.19×103/28.81=41.31m3/h
富液的流量为 L 富=41.31m3/h
贫液的流量为 L 贫=41.31×1/4=10.33m3/h
半贫液的流量为 L 半贫=41.31-10.33=30.98m3/h
组成由转化度 Fc3=0.83 得 转化为 KHCO3 的 K2CO3 量为
2.89×0.83=2.4mol/L 则富液中

KHCO3 量 K2CO3 量

2.4×2=4.8mol/L 2.89-2.4=0.49mol/L

4.1.4 净化气冷却器

(1)已知条件

温度(℃)

表 4.5 进、出冷却器气体的条件 进冷却器气体 80
17

出冷却器气体 40

压力(MPa)

1.8

1.8

干气流量(km3/h)

3.12

3.12

液体热焓(kJ/kg) 蒸汽热焓(kJ/kg)
蒸汽压(MPa)

表 4.6 80℃及 40℃饱和水的热焓及蒸汽压 80℃饱和水 334.94 2642.3 0.047

40℃饱和水 167.47 2568.6 0.0074

80℃时气体含湿量:
40℃时气体含湿量:
(2)带入热 ①净化气带入热

[aP 水/(P0-aP 水)]×M/22.4 =[0.8×0.047/(1.8-0.8×0.047)]×18/22.4 =0.017 kg 蒸汽/m3 干气
[aP 水/(P0-aP 水)]×M/22.4 =[0.8×0.0074/(1.8-0.8×0.0074)]×18/22.4 =0.00265 kg 蒸汽/m3 干气
Q1=∑WCpT1 =(3.12×103/22.4)×80×(0.01×44×0.653+0.0166×28×0.754

+0.7257×2×10.13+0.2353×28×0.745+0.014×16×1.7)

=11.14×103×20.63

=0.23×106kJ/h

②饱和水蒸汽带入热 Q2=WH =0.017×3.12×103×2642.3

=0.14×106kJ/h

故总带入热

Q21=∑Qi= Q1+Q2 =(0.23+0.14)×106

=0.37×106kJ/h

(3)带出热

①净化气带出热

Q1ˊ=∑WCpT1 =(3.12×103/22.4)×40×(0.01×44×0.653+0.0166×28×0.754

+0.7257×2×10.13+0.2353×28×0.745+0.014×16×1.7)

=5.57×103×20.63

=0.115×106kJ/h

②饱和水蒸汽带出热 Q2ˊ=WH =0.00265×3.12×103×2568.6

=0.0212×106kJ/h

③冷凝水带出热

Q3ˊ=WH =(0.017-0.00265)×3.12×103×167.47

18

=0.0075×106kJ/h

则总带出热

Q22=∑Qiˊ= Q1ˊ+Q2ˊ+Q3ˊ =(0.115+0.0212+0.0075)×106

=0.1437×106kJ/h

所以变换气再沸器热量为:Q=Q21-Q22 =(0.37-0.1437)×106

=0.2263×106kJ/h

4.1.5 净化气分离器

(1)进口净化气:干气流量:3.12 km3/h,含湿量:0.017 kg 蒸汽/m3 干气 (2)出口净化气:干气流量:3.12 km3/h,含湿量:0.00265 kg 蒸汽/m3 干气

4.1.6 二氧化碳再生塔

(1)已知条件[9]

再生塔上段溶液进口温度:

108℃

再生塔半贫液出口温度:

110℃

溶液处理量:

41.31m3/h

上段排出液(半贫液):

30.98 m3/h

再生度: 下段排出液(贫液):

Ic1=Fc1+1=0.43+1=1.43 10.33 m3/h

再生度: 再生压力:

Ic2=Fc2+1=0.25+1=1.25 0.12MPa

再生塔水汽比: 密度:

CO2/H2O =2.0 1250kg/m3

热钾碱溶液比热:

3.3kJ/(kg·℃)

(2)物料衡算

①由反应式 2KHCO3=K2CO3+CO2+H2O 知 2mol KHCO3 可以解吸 1mol CO2,则每立方米溶液完全解吸的 CO2 量为

4.8×22.4×1/2=53.76m3CO2/m3 溶液 ②溶液的平均再生度:

△ Ic =0.25×(Ic3-Ic1)+0.75×(Ic3-Ic2)=0.445 则平均每立方米溶液解吸的 CO2 量为:

V再生CO2 =53.76×0.445=23.92m3CO2/m3 溶液
③再生气中 CO2 的流量:

VCO2 =23.92×41.31=0.988km3/h
水蒸汽流量:由 CO2/H2O =2.0 得:

则再生气流量为:

VH2O =2VCO2 =2.0×0.988=1.976km3/h

19

V=VCO2 +VH2O =0.988+1.976=2.964km3/h

④溶液中残留的 CO2 量为:

V吸收CO2

V - 再生 CO2

=28.81-23.92=4.89m3CO2/m3

溶液

即以 KHCO3 存在的 CO2 量为:

NCO2 =4.89/22.4=0.218kmol/L

则 KHCO3 摩尔浓度为:

0.218×2=0.436kmol/L 贫液中 KHCO3 摩尔浓度为:

0.436×0.25/(0.25+0.43)=0.16kmol/L 半贫液中 KHCO3 摩尔浓度为:

(3)热量衡算 ①工艺条件[9]

0.436-0.16 =0.276kmol/L

理论可解吸 CO2 量为: CO2 的比热: 水的比热: 105℃水蒸汽热焓:

23.92m3CO2/m3 溶液 0.653kJ/(kg·℃) 4.2kJ/(kg·℃) 2700kJ/kg

40℃水液体热焓:

167.47kJ/kg

②带入热

富液带入热

Q1=WρCpT1 =41.31×1250×3.3×108 =18.40×106kJ/h

再生气水分离器

(1)进口再生气流量:2.964km3/h,组成:CO2[33%],H2O[67%]

(2)出口再生气流量:0.988km3/h,组成:CO2[98%],H2O[2%]

(3)分离冷水量:

L=(2.964×0.67-0.988×0.02)×103×18/22.4

=1.58×103kg/h

回流水带入热 变换气带入热:

Q2= WCp△T =1.58×103×4.2×40 =0.265×106kJ/h

故总带入热 ③带出热

Q3=3.557×106kJ/h Q11=∑Qi=Q1+Q2+Q3
=(18.4+0.265+3.557)×106 =22.222×106kJ/h

半贫液带出热

Q1ˊ=Wρ CpT

=30.98×1250×3.3×110

20

贫液带出热 再生气带出热 则总带出热 则

=14.06×106kJ/h Q2ˊ=Wρ CpT
=10.33×1250×3.3×120 =5.11×106kJ/h
Q3ˊ=WH2O H+WCO2 Cp△T
=(1.976×103/22.4)×18×2700+(0.988×103/22.4)×44×0.653×96 =4.41×106kJ/h Q12=∑Qiˊ=Q1ˊ+Q2ˊ+Q3ˊ =(14.06+5.11+4.41)×106 =23.58×106kJ/h
Q4= Q12-Q11 =(23.58-22.222)×106 =1.358×106kJ/h

4.1.7 贫液冷却器

(1)已知条件

贫液流量:

进口贫液温度:

出口贫液温度:

(2)热量衡算

①带入热

贫液带入热

Q11=WCpT1

=10.33×1250×3.3×120

=5.113×106kJ/h

由于加入的活性碳很少,其带入热忽略不计。

②带出热

贫液带出热

Q12=WCpT2

W=10.33km3/h T1=120℃ T2=80℃

所以贫液冷却器换热量为

=10.33×1250×3.3×80 =3.409×106kJ/h

Q=Q11-Q12 =(5.113-3.409)×106 =1.704×106kJ/h
用水量为:(冷水由 20℃→55℃) 因为:

所以:

Q=WH2O Cp△T

21

WH2O = Q/(Cp△T)=1.704×106/(4.2×35)=11.59t/h

4.1.8 再生气水冷却器

(1)已知条件[11]

进口再生气:温度:96℃,湿气流量:2.964km3/h,组成:CO2[33%],H2O[67%]

出口再生气:温度:40℃,湿气流量:0.988km3/h,组成:CO2[98%],H2O[2%]

90℃水:液体热焓:398kJ/kg

蒸汽热焓:2670kJ/kg

40℃水:液体热焓:167.47kJ/kg 蒸汽热焓:2568.6kJ/kg

CO2 的比热:0.653kJ/(kg·℃) 水的比热:4.2kJ/(kg·℃)

(2)热量衡算

①带入热

CO2 气体带入热

Q1=WCO2 Cp△T

=2.964×0.33×103×44×0.653×96/22.4 =0.12×106kJ/h

水蒸汽带入热

故 总带入热
②带出热 CO2 气体带出热
水蒸汽带出热

Q2=WH2O H
=(2.964×0.67×103/22.4)×18×2670 =4.26×106kJ/h
Q11=∑Qi=Q1+Q2 =(0.12+4.26)×106 =4.38×106kJ/h
Q1ˊ=WCO2 Cp△T
=0.988×0.98×103×44×0.653×40/22.4 =0.0497×106kJ/h

冷凝水带出热

Q2ˊ=WH2O H
=(0.988×0.02×103/22.4)×18×2568.6 =0.0408×106kJ/h
Q3ˊ=WH =(2.964×0.67-0.988×0.02)/22.4×18×167.47

22

故总带出热

=0.265×106kJ/h

Q12=∑Qiˊ=Q1ˊ+Q2ˊ+Q3ˊ =(0.0497+0.0408+0.265)×106 =0.356×106kJ/h


△Q= Q11-Q12=(4.38-0.356)×106=4.024×106kJ/h 用水量为:(冷水由 20℃→60℃)
因为

所以

△Q= WH2O Cp△T

WH2O =△Q/(Cp△T)=4.024×106/(4.2×40)=23.95t/h

4.1.9 再生气水分离器
(1)进口再生气流量:2.964km3/h,组成:CO2[33%],H2O[67%] (2)出口再生气流量:0.988km3/h,组成:CO2[98%],H2O[2%] (3)分离冷水量:
L=(2.964×0.67-0.988×0.02)×103×18/22.4 =1.58×103kg/h

4.1.10 蒸汽再沸器

(1)已知条件[12]

进再沸器蒸汽:温度:150℃,压力:0.5MPa

出再沸器蒸汽:温度:115℃,压力:0.5MPa

换热量:

Q=1.358×106kJ/h

150℃,0.5MPa 蒸汽热焓:

H=2750.7kJ/kg

汽化热:

r=2118.5kJ/kg

115℃水的定压比热容:

Cp=4.244kJ/(kg·℃)

(2)由于该过程是由蒸汽变为液态水,是一个由冷凝到冷却的过程

则: 所以

Q=rWh+WhCpc△T Wh=Q/(r+Cpc△T)
=0.599×103kg/h

5 热量衡算汇总表

本设计为年产 5 万吨合成氨,计算基准为 50000/(330×24)=6.31tNH3/h 因此能量汇总表如下

表 5.1 热量衡算汇总 进口热量(kJ/h)×106
23

出口热量(kJ/h)×106

变换器再沸器 净化器冷却器 二氧化碳再生塔
贫液冷却器 再生气水冷却器

37.65 2.33 140.22 32.26 27.64

15.21 0.907 148.79 21.51 2.25

6 主要设备计算

6.1 二氧化碳吸收塔 附带图纸

6.2 已知条件

进塔气状态:压力:1.8MPa 操作状态: 压力:2.0MPa 进塔气湿气流量: 进塔上段溶液(贫液)流量: 进塔下段溶液(半贫液)流量: 操作状态下湿气流量:

温度:125℃ 温度:110℃

4.806×6.31=30.33km3/h 10.33×6.31=65.18km3/h 30.98×6.31=195.48m3/h

Vs=V1P1T2/P2T1 =30.33×1.8×(273.15+110)/[2.0×(273.15+125)] =26.27km3/h

6.3 塔径计算

气体密度: ρG =M 平均/22.4=∑(MiYi/22.4) [13] = (44×0.2843+28×0.012+2×0.5238+28×0.1698 +16×0.0101)/22.4 =0.84 kg /m3
则 ρG/ρL=0.84/1250=6.72×10(-4) WV=ρGV=0.84×30.33×103=25.48×103kg/h WL=ρLL=1250×(65.18+195.48)=325.83×103kg/h
则 (WL/WV)(ρG/ρL)0.5 =(325.83×103/25.48×103)×(0.84/1250)0.5 =0.33
采用填料:25×25×0.6mm 金属鲍尔环(乱堆) 查[9,14] 得填料因子:
φ =160/m
24

得: 其中

(WL/WV)(ρG/ρL)0.5=0.33 u2φψ/g(ρG/ρL)μL0.2=0.07

其中

ψ=ρ 水/ρL=951.0/1250=0.7608 log(8.56μL/ρ0.5)=θ(1/TR-1)

θ=2K+C+3O=0.38
TR=TC/T=(273.15+110)/646.45=0.593 则

μL=7.521MPa·s 则

塔径:

uF2×160×0.7608/9.81×(0.84/1250)×7.530.2=0.07 uF =2.34m/s
u=0.8uF=0.8×2.19=1.89m/s

上段塔径 D1 ①

出吸收塔的净化气量为 3.12×6.31=19.69km3/h Vs1=19.69×103/3600=5.47m3/s D1=[4Vs1/(лu)]0.5 =[4×5.47/(3.14×1.89)]0.5

则圆整后取 D1 =2000mm ②泛点率校核

=1920mm

u1 =Vs1/(0.785D12)=5.47/(0.785×22)=1.74m/s u1/uF=1.74/2.34×100%=74.36%(在允许的 50%~80%范围内[15]) ③填料塔规格校核

D1/d0=2000/50=38>8(符合鲍尔环的径比要求[16]) ④液体喷淋密度校核
查得最小液体喷淋密度[14]:

得 at=109m2/m3

(Lw) min=0.08m3/( m2·h)

umin=at(Lw)min=109×0.08=8.72m3/(m2·h) u1=Ls1/(0.785D12)=65.18/(0.785×22)=20.75>8.72 经上可知:填料塔上段塔径选用 D1=2000mm 合理。 下段塔径 D2



进塔干气流量为 4.31×6.31=27.20km3/h

Vs2=27.20×103/3600=7.56m3/s

25

D2=[4Vs2/(л u)]0.5 =[4×7.56/(3.14×1.89)]0.5

则圆整后取 D2=2400mm ②泛点率校核

=2257mm

u2=Vs2/(0.785D22)=7.56/(0.785×2.42)=1.67m/s u2/uF=1.67/2.34×100 %=71.37 %(在允许的范围内) ③填料塔规格校核

④液体喷淋密度校核

D2/d0=2400/50=48>8(符合)

依 Morris 等的推荐[17],d<75mm 的环形及其他填料的最小润湿速率为:

得 at=109 m2/m3

(Lw)min=0.08m3/( m2·h)

最小喷淋密度: umin=at(Lw)min=109×0.08=8.72m3/( m2·h)

u2=Ls2/(0.785D22)=195.48/(0.785×2.42)=43.23>8.72

经上可知:填料塔下段塔径选用 D1 =2400mm 合理。

6.4 填料层高度计算

操作气量取 36090m3/h,填料高度为 11.25m,塔径Ф =2668×8 mm,所用填料采用 25×25×3 瓷环
[14]

a=200 m2/m3。 在本设计中,所用填料因子 φ=160/m,比表面积 at=109m2/m3,则 上段填料取[12]:
HOG=V/(KYaΩ) V=HOGKYaΩ H=HOGNOG


所以

V=HKYaΩ/NOG

36090/26270=11.25×200×2.6682/(H1×209×22) 得

H1=13.95m≈14m 由于采用金属鲍尔环填料作为的塔高最多只有 6m[18],而 14m>6m,所以上段填料层分三层,每
层高为 4.67m,总高为 14m。 下段填料取[12]:

HOG=V/(KYaΩ) V=HOGKYaΩ H=HOGNOG


V=HKYaΩ/NOG

26

所以
36090/26270=11.25×200×2.6682/(H2×209×2.42) H2=9.68≈10
由于采用金属鲍尔环填料作为的塔高最多只有 6m,而 10m>6m,所以下段填料层分两层,每层 高为 5m,总高为 10m。
所以整个塔的总填料高度为
H=14+10=24m

6.5 塔附属高度的确定

塔上部空间高度可取 1.2m[18],液体分布器的高度为 1.0m[19]。 塔底液停留时间按 2min 考虑,则塔釜所占空间高度为 H1=V/Ω =1.9m。 故,塔的附属高度 H0=2+1.9+1.2=5.1m。
6.6 液体分布器选择

①采用槽式液体分布器

②分布点密度计算

D1=2000 mm,D2=2400 mm(均大于 1200 mm),按 Eckert 建议值,当 D>1200 mm 时,喷淋点 密度为 42 点/m2,因为该塔液相负荷较大,设计取喷淋点密度为 120 点/m2。

上塔布液点数为:

下塔布液点数为:

n1=0.785×2×120=542.5≈189 点

n2=0.785×2.4×120=847.8≈226 点

6.7 填料层压降计算

上塔: 横坐标为[20]:
(WL/WV)(ρG/ρL)0.5=0.33 查散装填料压降填料因子平均值表得

纵坐标为[20]: 则上塔填料层压降为:

φP=98/m
u2φPψ/g(ρG/ρL)μL 0.2 =1.52×98×0.7608/9.81×(0.84/1250)×7.5210.2 =0.017 ΔP/Z=15×9.81=147.15Pa/m

下塔: 横坐标为[20]:


ΔP=147.15×12=1765.8 Pa (WL/WV)(ρG/ρL)0.5=0.33

φ P=98/m
27

纵坐标为: 则上塔填料层压降为:

u2φPψ/g(ρG/ρL)μL0.2 =1.562×98×0.7608/9.81×(0.84/1250)×7.5210.2 =0.019
Δ P/Z=20×9.81=196.2Pa/m

Δ P=196.2×12=2354.4Pa

6.8 二氧化碳吸收塔计算总结

物料名称 操作压力(MPa) 操作温度(℃)
流量(m3/h)
塔径(mm)
填料层高度(m) 填料层压降(Pa)
塔附属高度(m) 填料类型

表 6.1 二氧化碳吸收塔计算一览表

K2CO3 和 DEA

2.0

110 贫液:65.18 半贫液:195.48

上段:2000 下段:2400

24

2354.4

5.1

金属鲍尔环

合成氨变换气 2.0 110

6.9 二氧化碳再生塔

6.10 操作条件

平均压力:

0.12MPa

平均温度:

110℃

富液再生度:

1.83

贫液再生度:

1.43

半贫液再生度:

1.25

溶液流量:

41.31×6.31=260.67m3/h

上段溶液(半贫液)流量:

30.98×6.31=195.48 km3/h

下段溶液(贫液)流量:

10.33×6.31 =65.18km3/h

混合气体的平均分子量为:

44×0.33+18×0.67=26.58g/mol

分离冷水量:

1.58×6.31=9.97kg/h

再生气流量:

2.964×6.31=18.70 km3/h

由于吸收与再生达到平衡,则吸收的二氧化碳量与再生的二氧化碳量相等。

6.11 塔径计算 ①气质量流量比:

28

②液气密度比 气体密度:

L 溶液=260.67×1250/3600=90.51kg/s L 回流水=9.97×103/3600=2.77kg/s
L=L 溶液+L 回流水=90.51+2.77=93.28kg/s G=(18.70×103/22.4)(23.92/3600)=5.55kg/s
L/G=93.28/5.55=16.81

液体密度:

ρ G=M 平均/22.4×P2T1/P1T2 =26.58/22.4×0.12×106×273.15/[1.01×105×(273.15+110)] =1.005kg/m3

ρ L=1250kg/m3 则

③塔径计算

ρ G/ρ L=1.005/1250=8.04×10-4

采用埃克特通用关联图计算[14]。

计算泛点气速。

横坐标为:

(WL/WV)(ρ G/ρ L)0.5 =(93.28/5.55)×(1.005/1250)0.5

=0.4766 采用填料:25×25×0.6mm 金属鲍尔环(乱堆), 得填料因子[14]:φ =160/m, 查[14]得:

其中

u2φ ψ /g(ρ G/ρ L)μ L 0.2=0.045

其中

ψ =ρ 水/ρ L=951.0/1250=0.7608 log(8.56μ L/ρ 0.5)=θ (1/TR-1)

θ =K+H+C+3O=0.289
TR=TC/T=(273.15+110)/646.45=0.593 则

μ L=6.5213MPa·s 则
uF2×160×0.7608/9.81×(1.005/1250)×6.52130.2=0.045
uF=1.761m/s 取

u=0.7uF=0.7×1.761=1.233m/s D=[4Vs1/(лu)]0.5 =[4×(18.70×103/3600)/(3.14×1.233)]0.5
29

则圆整后取 D=2400mm ④泛点率校核

=2317mm

u=Vs/(0.785D2)=18.70×103/(3600×0.785×2.42)=1.15m/s
u/uF=1.15/1.761×100%=65.30%(在允许的范围内) ⑤填料塔规格校核

⑥液体喷淋密度校核 最小液体喷淋密度[14]:

D/d0=2400/50=48>8(符合)

得 at=109m2/m3

(Lw)min=0.08m3/(m2·h)

umin=at(Lw)min=109×0.08=8.72m3/( m2·h) u=Ls/(0.785D2)=260.67/(0.785×2.42)=57.65>8.72

经上可知:填料塔塔径选用 D=2400mm 合理。

6.12 填料层高度计算

由于此过程属于解吸过程,故塔内气液平衡关系随塔高变化而变化,计算中只能取一个与此温

度变化范围适合的平衡常数:30%K2CO3;3%DEA 溶液上的平衡分压为:在 110℃时,塔底、塔顶 平 衡 分 压 分 别 为 : 0.006Mpa , 0.134Mpa , 化 学 吸 收 相 平 衡 系 数 m=22 , 液 相 传 质 系 数

Kx=14.85kmol/(s·m3)[1,9]。 又比表面积为 a=109 m2/m3

Ω=18.70×103/(3600×1.103)=4.71m2

进口溶液中 CO2 的含量为 x1=4.8/(4.8+0.49)=0.907, X1=0.907/(1-0.907)=9.753
出口溶液中 CO2 的含量为 X2=0.436×2/(2×2.89-0.436)=0.163
再生气中 CO2 的含量为 y1=0.67,Y1=0.67/(1-0.67)=2
水蒸汽中不含 CO2,所以 Y2=0 由填料高度计算公式得:H=HOLNOL
NOL=1/(1-L/mV)ln[1/(1-L/mV)×(X1-Y2/m)/(X2-Y2/m)+L/mV]

其中

HOL=L/(KxaΩ )

L=260.67×(4.8+0.49)×103=1378.94kmol/ h

V=18.70×103/22.4=834.82kmol/ h

L/mV=1378.94/(22×834.82)=0.075

NOL=1/(1-0.075)ln[(1-0.075)×9.753/0.163+0.075]=4.341 HOL=L/(KxaΩ )=1378.94/(14.85×209×4.71)=0.943m H=HOLNOL=4.341×0.943=4.09m≈5m

30

由于采用金属鲍尔环填料作为的塔高最多只有 6m,而 5m<6m,所以上段填料层分一层。 下段填料层与上段填料层类似,高为 5m。 则再生塔填料层总高度为 H=5×2=10m
7 工厂平面设计
7.1 厂房设计要求 厂房设计力求简单:一般为长方形、L 形和 T 形,每个跨板区域为 6m 或 0.3m 的整数倍,每层 高不低于 3.2m。 7.2 厂房设计 设计:该车间分为 3 层,一层为动设备层,二三层为静设备层。厂房面积 100×60(平方米), 1 层为 11.5m 高,2 层为 8.5m 高,3 层为 10m 高。厂房布置包括生产部分、辅助部分和生活部分三 大区域。 7.3 厂址的选择 大化肥厂置选择是很严格的,也是一项非常重要的工作。 (1)周围环境的空气含尘量,含菌量要低,应选在农村或市郊。 (2)选择水源丰富,水质好的厂址,减少制备工艺用水的投资和运行费用。 (3)应选择交通运输方便之处。 (4)应选择能源有保障,电力供应稳定并与电力部门有供电协议。 (5)有良好的工程地质和水文地质条件。 7.4 总布局主要应满足的要求 保证径直和短捷的生产作业线,并尽可能避免交叉和迂回,使各种物料和输送距离为最小,同 时将水、电,汽耗最大的车间尽量集中,形成负荷中心,并使其与供应来源靠近,使水电汽输送距 离最小。 (1)安全要求:化工厂具有易燃,易爆的特点,厂区应充分考虑安全布局严格遵守防火,卫生 等安全规范和标准的相关规定,重点是防止火灾和爆炸的发生。 (2)发展要求:厂区布置要求有较大的弹性,对于工厂的发展变化有较大的适应性,即随着工
厂不断发展变化,厂区的不断扩大,厂区的卫生布局和安全布局方面人能满足合理性。
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(3)水电要求: 电:根据所设计装置的爆炸危险性选用相应等级的电器设备,照明灯具和仪表,所有能产生火 花的电气开关均应与爆炸车间隔离,供电:使用电网的电力,总装机容量不小于 3000kw。 水:使用 17.2MPa 的高压冲洗水,2.25Mpa 中压冲洗水,0.9Mpa 低压冲洗水。
8 三废处理
8.1 废水处理
常用的化工废水处理方法有物理机械法,生物化学法,物理化学法化学法。处理工艺选择的目 的是根据污水量、污水水质和环境容量,在考虑经济条件和管理水平的前提下,选用安全可靠、技 术先进、节能、运行费用低、投资省、占地少、操作管理方便的成熟工艺。
根据合成氨的水质、水量及处理要求,为实现以最低的建设费用和运行成本取得最佳的出水效 果的目的,我们推荐采用国际上先进的对污水处理效果好的化学沉淀法—A/O 工艺处理合成氨有机 废水
8.2 废气处理
废弃的来源主要是闪蒸和洗涤时排出的尾气,主要成分为 CO2、H2、N2,且排放量很小,可直 接排入大气。
8.3 废渣处理
该工艺基本无废渣排除,仅有的为破碎的填料,可与其他废渣一起集中处理。
9 总结
本设计选择改良热钾碱法和两段吸收两段再生工艺流程来进行脱碳,是从节能环保,操作性和 经济方面综合考虑的。该方法能够制取合格的合成气,并回收二氧化碳加以利用,具有气体净化度 高,回收的二氧化碳纯度高,吸收液可循环利用等优点。而且本设计降低能耗,达到了一定的经济 指标,简化了工艺流程。通过本设计方法脱出二氧化碳的净化气,其二氧化碳含量可降至 1%以下, 具有较好的脱除效果,完全满足下一工段的要求,可送往后续工段继续净化。
10 附:带控制工艺流程图和二氧化碳吸收塔设备结构图。
参考文献
[1] 薛荣书. 化工工艺学[M]. 重庆:重庆大学出版社, 2004, 1-2 [2] 苗长润, 鲍喜军. 合成氨工艺技术的现状及其发展趋势[J]. 民营科技. 2008(9):35 [3] 殷捷. 陈玉成. CO2 的资源化研究进展[J]. 环境科学动态. 1999, 4:20-23 [4] 曾宪忠, 陈昌和. 高保成. 烟气脱碳技术进展[J]. 化工环保. 2000, 20(6):12-17 [5] 王志. NHD 脱碳工艺的先进性及应用前景[J]. 现代化工. 1999, 19(4):24-26 [6] 李天成, 冯霞, 李鑫钢. 二氧化碳处理技术及其发展趋势[J]. 化学工业与工程. 2002,
19(2):191-196 [7] 陈五平. 无机化工工艺学(一) [M]. 北京:化学工业出版社, 1996 [8] 张力. 几种燃气脱碳方法的比较[J]. 北京:环境保护科学, 1999,12-19
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[9] 王师祥. 小合成氨厂生产工艺与操作[M]. 北京:化学工业出版社, 1999, 15-50 [10] 姚玉英. 化工原理[M]. 天津科学技术出版社, 2005, 108-140 [11] 陈五平. 无机化工工艺学(二) [M]. 北京:化学工业出版社, 2002, 55-58 [12] 汪家鼎. 化学工程手册[M]. 北京:化学工业出版社, 1996, 11-19 [13] 王庭富. 21 世纪合成氨展望[J]. 化工进展, 2001, 20(8). 6-8 [14] 刘道德. 化工设备的选择与工艺设计[M]. 长沙:中南工业大学出版社, 1992, 145-149 [15] 丁振亭. 大化肥装置的现状及发展趋势[J]. 化肥工业, 1995, 22(3):131 [16] 蒋德军. 合成氨工艺技术的现状及其发展趋势[J]. 现代化工, 2005, 25(8):9-16 [17] 刘道德. 化工设备的选择与工艺设计[M]. 长沙:中南工业大学出版社, 1992, 145-149 [18] 黄璐, 王保国. 化工设计[M]. 北京:化学工业出版社, 2001, 2 [19] 贾绍, 柴诚敬. 化工原理课程设计[M]. 天津:天津科学技术出版社, 2005, 98-120 [20] 汪寿建. 化工厂公用设施设计手册[M]. 北京:化学工业出版社, 2000, 345-350
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致谢
衷心感谢化工办公室老师们对我毕业设计的指导,特别是我的指导老师梁亚男老师对我的精心 指导,在毕业设计期间,梁老师时常因为指导我们完成毕业设计而耽误自己的休息时间,为此,我 要郑重的对梁老师说声谢谢。
同时衷心感谢系领导及其他老师给予我的无私帮助与支持。 最后衷心地感谢王涛同学和董建飞同学,谢谢他们在整个过程中给予我的热心帮助与支持。 限于自身水平有限,设计中难免出现错误,恳请各位老师予以批评指正,真心感谢!
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