年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计说明书

.wd.年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计目录1 绪论11.1合成氨工业概况11.1.1我国合成氨工业开展概况11.1.2开展趋势11.1.3合成氨生产工艺简述21.1.4脱碳单元在合成氨工业中的作用21.1.5脱碳方法概述21.2净化工序中脱碳方法21.2.1化学吸收法21.2.2物理吸收法31.2.3物理化学吸收法51.2.4固体吸附51.3碳酸丙烯酯PC法脱碳工艺 基本原理51.3.1PC法脱碳技术国内外现状51.3.2开展过程51.3.3技术经济51.3.4工艺流程51.3.5存在的问题及解决的方法61.3.6 PC法脱碳技术开展趋势61.4工艺设计的意义和目的72 全厂总平面的布置和设计82.1全场总平面布置的任务82.2全厂总平面设计的原那么82.3全厂总平面布置内容82.4全厂平面布置的特点82.5全厂人员编制83 吸收塔和解吸塔的物料衡算和热量衡算103.1计算依据CO2的PC中的溶解度关系103.2 PC的密度与温度的关系103.3 PC的蒸汽压113.4 PC的黏度113.5物料衡算113.5.1各组分在PC中的溶解量113.5.2 溶剂夹带量112.5.3 溶液带出的气量113.5.4出脱碳塔净化气量113.5.5计算PC循环量123.5.6入塔液中CO2夹带量123.5.7带出气体的质量流量123.5.8验算吸收液中净化气中CO2的含量123.5.9出塔气的组成123.6热量衡算123.6.1混合气体的定压比热容123.6.2液体的比热容133.6.3 CO2的溶解热133.6.4出塔溶液的温度134 吸收塔和解吸塔的构造设计144.1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144.2填料层高度的计算154.2.1建设相应的操作线方程和向平衡方程154.2.2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164.2.5塔附属高度204.2.6填料层压降计算204.2.7液体初始分布器214.2.8丝网除沫器224.2.9防涡流挡板的选取224.2.10填料支撑装置224.2.11填料床层限制器224.2.12裙座的设计计算与选取224.2.13填料吸收塔设计小结224.3确定解吸塔塔径及相关参数224.3.1求取解析塔操作气速234.3.2求取塔径234.3.3核算操作气速234.3.4核算径比234.3.5校核喷淋密度244.4填料层高度的计算244.4.1建设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254.4.4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325.1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395.2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405.2.2解析塔塔的质量载荷计算405.2.3塔自振周期计算415.2.4地震载荷计算415.2.5风载荷计算425.2.6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455.2.8裙座和筒体水压试验应力校核455.2.9基础环设计475.2.10地脚螺栓计算486 辅助设备设计与选取496.1储罐的选择496.2泵的选择496.3接收管径计算506.3.1进塔气管径506.3.2出塔气管径506.3.3液体进料管径506.3.4釜液排出管径50主要符号说明51参考文献52附图53致谢541 绪 论1.1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响即可获得氨： CaCN23H2Og2NH3gCaCO3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开展而有了极大提高。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。虽然全球一体化的开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，世界化肥生产的开展趋势是越来越集中到那些原料丰富且价格廉价的地区，中国西北部有蕴藏丰富的煤炭资源，为开展合成氨工业提供了极其便利的条件。1.1.1我国合成氨工业开展概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，而农业的开展离不开化肥。氮肥是农业生产中需要量最大的化肥之一，合成氨那么是氮肥的主要来源，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开展，建国以来合成氨工业开展十分迅速，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开展的迫切需要，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开展，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的47%，而人口在本世纪中叶将到达约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，因而有效生产能力缺乏，致使行业整体竟争能力差。进入WTO后，氮肥行业这种构造性矛盾日趋显著，成为影响行业开展的一个主要因素。对原有合成氨装置进展改扩建，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。1.1.2开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、本钱低的缘故，预计到20世纪末，世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。节能和降耗。合成氨本钱中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改良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。现在已提出以天然气为原料的节能型合成氨新流程多种，每吨液氨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、灭火，也是生产尿素、纯碱、碳酸氢铵的原料。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，那么可以简化流程、减少能耗、降低本钱。中国开发的用氨水脱除二氧化碳直接制碳酸氢铵新工艺，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。1.1.3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，对合成气进展净化处理，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响合成为氨。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，工艺的能耗上下，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，以防止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，必须同步进展扩能改造。但是不管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，不仅消耗气体压缩功，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洁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，再经二氧化碳别离器除去冷凝水，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展洗涤，CO2与之反响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，即烷链醇胺和碳酸钾。化学吸收法常用于CO2分压较低的原料气处理。(l)烷链醇胺类的脱碳工艺有：-乙醇胺(monoethanolamine，H2NCH2CH2OH，MEA)法；甲基二乙醇胺methyl diethanolamine，CH3N(CH2CH2OH)2，MDEA法；活化MDEA法即aMDEA工艺。2碳酸钾溶液作吸收剂的脱碳工艺，即热钾碱脱碳工艺有：无毒G-V法；苯菲尔法；催化热钾碱Cata carb法；Flexsorb法2。1.2.1.1.1MEA法MEA法是一种比较老的脱碳方法。吸收过程中，MEA与CO2发生反响生成碳酸化合物，经过加热即可将CO2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CO2脱除到可以承受的程度。但它本身存在两个缺点：1 CO2能与吸收反响生成的碳酸化合物发生进一步反响生成酸式碳酸盐，该盐较稳定，不易再生；2 CO2能与MEA发生副反响，生成腐蚀性较强的氨基甲酸醋，容易形成污垢。1.2.1.2甲基二乙醇胺MDEAMDEA法脱碳过程中，CO2与甲基二乙醇胺(MDEA，一种叔胺)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100ppm；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MDEA具有以上优点，所以不需要毒性防腐剂，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，能到达很好的节能效果3。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MDEA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4。BAFS公司推出的aMDEA脱碳工艺，主要用于对原来MEA工艺的改造，近几年我国一些研究单位正在对这方面进展积极的研究。1.2.1.3低热耗苯菲尔法相对上述脱除CO2的吸收剂溶液，碳酸钾溶液更价廉易得，并具有低腐蚀，操作稳定，吸收CO2能力较强等特性。但碳酸钾溶液本身吸收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As2O3，但对人体有毒。后来有人用氨基乙酸取代As2O3，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，用二乙醇胺(DEA)作活化剂，V2O5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1000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套进展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5。苯菲尔法可在高温下运行，再生热低，添加的V2O5可防腐蚀，但该工艺需对设备进展钒化处理，要求工人的操作水平较高，并且浪费溶剂，能耗大，特别蒸汽用得多，有效气体损失也大，运行本钱高等缺点。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响，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，减压后绝大局部CO2被闪蒸出来，然后采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6。物理吸收法常用于高CO2分压的原料气处理。1.2.2.1NHD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醚的混合物，其分子式为CH3-O-CH2-CH2-O)n-CH2，式中n=2-8。NHD是兖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剂7。NHD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CO2、H2S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NHD的再生过程中几乎不需要能量，通常利用空分装置充裕的低压氮气在气提塔进展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溶液含水量的富集，省去了空气水冷、气水别离及NHD脱水设备，节约了投资，简化了流程8。1.2.2.2碳酸丙烯酯法(PC)法碳酸丙烯酯法是碳酸丙烯酯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酯中的溶解度比氢、氮气在碳酸丙烯酯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酯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，碳酸丙烯酯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酯溶液中解吸出来，使碳酸丙烯酯溶液再生，重新恢复吸收二氧化碳等酸性气体的能力。碳酸丙烯酯法具有溶解热低、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、CO2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，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。1.2.2.3变压吸附法变压吸附气体别离净化技术，简称PSAPressure Swing Adsorption。变压吸附法是近几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，进展加压吸附CO2或减压解吸。变压吸附法别离气体混合物的 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，吸附和再生在一样温度下进展。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9。为了到达连续别离的目的，变压吸附脱碳至少需要两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，而其它塔那么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、屡次压力均衡降、逆向放压、抽空、屡次压力均衡升、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已广泛采用。如四川什邡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，屡次均压，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良，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10。1.2.2.4低温甲醇洗法低温甲醇洗工艺Rectisol 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异，可同时或分段脱除H2S、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Lurgi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，溶液廉价易得，能耗低，适用范围广泛等特点。但该法投资很大，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CO2。1.2.3物理化学吸收法物理化学吸收法脱除CO2工艺主要有环丁砜(Sulfinol)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。环丁砜法中所使用的溶剂由是环丁矾、二异丙醇胺与水组成，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。常温甲醇法是在甲醇中参加了二乙醇胺，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，以其与二乙醇胺发生化学反响的化学吸收为主，该法应用范围广，净化率高，但对H2S和CO2的选择性较差，己很少使用。1.2.4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。1.3碳酸丙烯酯PC法脱碳工艺 基本原理1.3.1PC法脱碳技术国内外现状PC为环状有机碳酸酯类化合物，分子CH3CHOCO2CH2，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。大局部用于氨厂变换气脱碳。总脱碳能力约300万吨合成氨/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、磷铵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。1.3.2开展过程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，随着小化肥改变碳铵单一产品构造，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，增强小化肥的竟争能力。为此，需要增设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。1.3.3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150-250KWh/tNH3，可节省操作费10-25元/t NH3。因而应用碳丙脱碳的厂家均可获得明显的节能效果。但这种效果随着工艺配置、设备、操作状况，处理规模和目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1.1。表1.1 几种脱碳方法的能耗比较表方法名称加压水洗苯菲尔法位阻胺法改良MEDA法NHD法PC法能耗28473558-54423349-418718841047-125612561.3.4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，洗去变换气中的大局部油污及局部硫化物，并将气体温度降到30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别离器，自别离器出来的气体进入二氧化碳吸收塔底部，与塔顶喷淋下来的碳酸丙烯酯溶液逆流接触，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酯液滴与蒸气洗涤下来，净化气由塔顶出来后进入净化气别离器，将净化气夹带的碳酸丙烯酯雾沫进一步别离，净化气由别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、生产液氨型以及制氢等各类型；在净化效率上，有的对CO2进展粗脱，而大局部厂家，那么进展精脱；对脱碳压力，有采用0.4MPa、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别离器，将闪蒸气夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步别离下来，闪蒸气自别离器顶部出来送碳化，脱除二氧化碳并副产碳酸氢铵后，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酯液滴与饱和于常解气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，常解气自常解气洗涤段出来后进入常解气别离器，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步别离，常解气自别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酯液滴和饱和汽提气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，经洗涤后汽提气由塔顶放空。1.3.4.2液体流程1碳酸丙烯酯脱碳流程简述贫碳酸丙烯酯溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由塔底排出称为富液。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，自闪蒸槽出来的碳酸丙烯酯液一局部进入过滤器，大局部不经过过滤器，二者混合过后进入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯酯液自常解段底部出来经过两液封槽进入汽提塔顶部，与自下而上的空气逆流接触，将碳酸丙烯酯溶液中的二氧化碳进一步汽提出来，经汽提后的碳酸丙烯酯溶液为贫液，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，由泵加压后经碳酸丙烯酯溶液冷却器降温，进入二氧化碳吸收塔，从而完成了碳酸丙烯酯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，由底部出来经一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方法综合分析PC法脱碳各厂的使用情况，最具代表性的问题有：1溶剂损耗高。造成这一问题原因有三个因素：a.PC溶剂蒸汽压高；b.PC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CO2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，碳丙脱碳技术已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几个方面。1.3.6 PC法脱碳技术开展趋势1.3.6.1塔器优化 塔器的优化包括塔径、塔填料、塔内件、塔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，改造主要分两局部进展:一是脱碳塔气液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。具体方法是设税全截面均匀分布的气体和液体分布器，局部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，渐渐堵塞淋降板上的开孔，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，必须对这种构造彻底改造。具体方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，还进展了系统工艺优化，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压气提，有利于提高贫度；3降低变换气和循环溶剂的温度，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，选择适宜的复合溶剂，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，复合溶剂为了到达操作特性要求所作的混合过程，还具有其它方面的灵活性，即复合溶剂的组成。而且，复合溶剂可以优化配方用最低的费用到达所须的别离要求见表1.2。表1.2 两种方法的技术经济比较以吨氨计工程PC法复合溶剂法CO2净化度%0.80.5溶剂损耗Kg1.50.75电耗KWh145100操作本钱元85601.3.6.3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、降低溶剂循环量、节省动力消耗、降低溶剂蒸发损失，吸收操作可在低于常温条件下进展，即低温碳酸丙烯酯脱碳技术。CO2在溶剂中的溶解度可用下式表示：lgx*=lgp+B/T+C+lg式中：x*CO2在含水溶剂中的饱和溶解度，摩尔分数；p气相CO2分压，1.01105Pa；B、C常数，B=686.1，C=-4.245；溶剂含水量的修正系数，当含水量为2%时，=0.9，lg=-0.046；T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开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，来降低本钱，抵御风险。就碳酸丙烯酯法脱碳工艺进展深入研究，以到达本钱最低化，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，可以防止风险，降低本钱。此工艺能有效缩短流程，降低能源消耗，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历。2 全厂总平面的布置和设计2.1全场总平面布置的任务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展，影响到建厂后的生产，管理，本钱，能耗等各个方面，同时还影响到全厂的美观和今后的开展。总平面设计任务：1在满足生产流程条件下，结合厂区地形情况，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，考虑卫生消防条件，创造美好的工作条件。2.2全厂总平面设计的原那么全厂总平面设计的 基本原那么为1 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，防止穿插和往返；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穿插；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，并按照区域进展布置，以保证各区域之间位置的协调配合，并符合卫生防疫和环境美化。2.3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。2.4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，防止逆行和穿插；锅炉房水泵房配电站等辅助车间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，应防止与主要运输道路穿插；尽量使大多数厂房向阳背风防止瓦斯等，尽可能使各厂区有条件采用自然采光和自然通风等；按防火标准的要求，保证建筑物之间的距离，符合规定；根据卫生标准的要求，保证厂区内卫生符合规定；根据环境开展的要求，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 ；考虑工厂今后的开展，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。2.5全厂人员编制企业实行厂长负责制，各部门负责人直承受厂长负责，并实行三级管理，厂、科、车间及人员编制以组织好生产为原那么。生产车间实行三班制，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甲烷化岗位333压缩岗位333脱硫岗位333尿素岗位333司炉岗位333技术员1314安全员122辅助人员155车间主任144总计3213453 吸收塔和解吸塔的物料衡算和热量衡算设计条件：1每吨氨耗变换气近似取4278m(STP)，简记为4278Nm3/ t氨下同。2变换气组成为：CO2：26.0；CO：6.6；H2：20.0；N2：46.8；CH4：0.6均为体积分数，下同；其它组分被忽略；3要求出塔净化气中CO2的浓度不超过0.5%；4PC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；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33024=7920h，此处按8000h算。合成氨：300000t/a/8000h/a=37.5t/h。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工程CO2COH2N2CH4合计体积分数%28.02.547.222.30.6100MPa0.7840.0701.32160.62440.00172.800Kgf/cm27.99280.713613.47366.36570.171028.56atm7.73750.690813.04326.16230.165027.443.1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。现假设出塔气体温度与入塔液的温度一样，为TV2=30，出塔液的温度为TL1=35，并取吸收饱和度定义为出塔溶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CO2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12。lgXco2=lgPco2+644.25/T-4.112 1式中：Xco2溶解度，kmolCO2 /kmolPCPco2CO2分压，kgf/cm2 TPC出塔温度，K lgXco2=lgPco2+701.16/T-4.267 2 式中： Xco2 CO2溶解度，kmolCO2 /kmolPCPco2CO2分压，atmTPC出塔温度，K lgXco2=lgPco2+726.90/T-4.3848 (3)式中：Xco2摩尔百分数，无因次Pco2CO2分压，atmTPC出塔温度，K 用关联式1计算出塔溶液中CO2的浓度有 lgXco2=lg7.426+644.25/308.15-4.112=-1.1186Xco2=0.0710kmolCO2 /kmolPC=0.071022.4/102.09/1187=18.49 Nm3CO2/ m3PC式中：102.09PC的摩尔质量，kg/kmol；1187出塔溶液的密度近似取纯PC的密度，kg/m3。3.2 PC的密度与温度的关系PC密度与温度的关系：=1223.3-1.032t 式中：t温度，；密度， kg/m3。30：L1=1192kg/ m3；35：L2=1187 kg/ m33.3 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。3.4 PC的黏度log=-0.822+185.5/T-153.1T为热力学温度，K。3.5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下在数据，并取相对吸收饱和度为80%，并且甲烷含量很少，而且其在PC中的溶解度也很小，故将其近似处理。将计算结果列于表3.2中。表3.2 各组分在PC中的溶解度数据工程CO2COH2N2合计组分分压(MPa)0.72800.18480.56001.31042.800溶解度(Nm3/m3PC)19.8200.03650.24080.469320.567溶解量(Nm3/m3PC)15.8560.02920.19260.375416.453溶解气体积分数(%)96.370.181.172.28100.0因溶解气中的CO2占到了96.37%。其它气体在PC中的溶解度很小，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CO2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0.2Nm3/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溶解量的计算如下：前已算出，35时CO2在PC中的平衡溶解度Xco2=18.49Nm3/m3PC，PC对CO2的实际溶解能力为：18.490.8-0.2=14.592 Nm3/m3PC。3.5.2 溶剂夹带量以0.3 Nm3/m3PC计，各组分被夹带的量如下：CO2：0.30.260=0.078 Nm3/m3PCCO：0.30.066=0.0198 Nm3/m3PCH2：0.30.200=0.060Nm3/m3PCN2：0.30.468=0.1404Nm3/m3PCCH4：0.30.006=0.000182.5.3 溶液带出的气量为夹带量与溶解量之和CO2：0.078+14.592=14.670 Nm3/m3PC 94.7%CO：0.0198+0.0292=0.049 Nm3/m3PC 0.32%H2：0.060+0.1926=0.2526 Nm3/m3PC 1.63%CH4：0.00018 +0=0.00018 Nm3/m3PC 0.0012%N2：0.1404+0.3754=0.5158 Nm3/m3PC 3.33% 15.4874Nm3/m3PC 100%3.5.4出脱碳塔净化气量以V1、V2、V3分别代表进塔出塔及溶液带出的总气量，以y1、y2、y3分别代表CO2相应的体积分率，对CO2作物料衡算有：联立两式解之得V3=62200Nm3/hV2= V1 - V3=213900-62200=151700Nm3/h3.5.5计算PC循环量因每1m3PC带出CO2为15.74 Nm3，故有：L=3757m3/h37571187=4459560kg/h操作的气液比为V1/L=213900/3757=56.94Nm3/m33.5.6入塔液中CO2夹带量L0=443757=1476kg/h3.5.7带出气体的质量流量夹带气量：37570.3=1127 Nm3/h夹带气的平均摩尔质量：1=440.28+280.025+20.472+280.223=20.208kg/kmol夹带气的质量流量：112722.420.208=1017kg/h溶解气量：62200-1127=61073kg/h溶解气的平均摩尔质量：=440.9637+280.0018+20.0117+280.0228=43.115 kg/kmol溶解气的质量流量：6107322.443.115=117552kg/h带出气体的总质量流量：1017+117552=118569kg/h3.5.8验算吸收液中净化气中CO2的含量取脱碳塔阻力降为0.5kgf/cm2，那么塔顶压强为28.5457-0.5=28.045 kgf/cm2，此时CO2的分压为： Pco2=28.04570.005=0.1402kgf/ cm2此时分压呈平衡的CO2液相浓度为：lgXco2=lg0.1402+-4.112=-2.840 Xco2=0.001445kmol CO2/kmolPC =0.378Nm3CO2/m3PC0.2 Nm3CO2/m3PC式中：1192为吸收液在塔顶30时的密度，近似取纯PC液体的密度值。计算结果说明：要使得出塔净化气中CO2的浓度不超过0.5%，那么入塔吸收液中CO2的极限浓度为0.378 Nm3/m3PC，本设计的取值正好在其所要求的范围之内，应选取值满足要求。3.5.9出塔气的组成出塔气体的体积流量应为入塔气体的体积流量与PC带走气体的体积流量之差。CO2：2139000.28-15.743757=756.82 Nm3/h 0.50%CO：2139000.025-0.03673757=5209.62 Nm3/h 3.43%H2：2139000.472+0.33423757=99705.2 Nm3/h 65.73%N2：2139000.223+0.44543.57=46026.71 Nm3/h 30.34%151698.36 Nm3/h 100.00% 出塔气的平均摩尔质量：2=440.005+280.034+20.6573+280.3034=10.99kg/kmol出塔气的质量流量：V2=151698.3622.410.99=74427kg/h3.6热量衡算3.6.1混合气体的定压比热容因难以查到真实气体的定压比热容，但气体的压力并非很高，故可借助理想气体的定压比热容公式进展近似计算。理想气体的定压比热容： CPV=ai+biT+ciT2+DdiT3，其温度系数如表3.3。表3.3各组分温度系数及其定压比热容组分温度系数 定压比热容abcdCP1CP2CO24.7281.7510-21.3410-54.8010-98.929/37.388.951/37.48CO7.373-3.0710-26.6610-6-3.0410-96.969/29.186.97/29.18H26.4832.2210-3-3.2910-61.8310-96.902/28.906.904/28.91N27.440-0.3210-26.4010-6-2.7910-96.968/29.186.968/29.18进出塔气体的摩尔比热容：=37.480.005+29.180.034+28.910.6573+29.180.3034=3.6.2液体的比热容由于1187为35时纯PC的密度其量很少，因此可用纯PC的密度代替溶液的密度其它物性也如此。根据PC的定压比热容公式：CpL=1.39+0.00181(t-10)；算得：Cpl1=1.435； Cpl2=1.435；3.6.3 CO2的溶解热查得HCO2=14654kg/kmol CO2实验测定值CO2在PC中的溶解量为：15.6563757=58820Nm3/h =2626kmol/h故QS=146562626=38479567kJ/h3.6.4出塔溶液的温度根据全塔热量衡算有：带出的热量QV1+QL2+溶解的热量QS=带出的热量QV2+QVL1+QV夹.溶解气体占溶液的质量分率式中：L1=4459560+1476+117552=4578590 kg/h热量平衡：8978070+190843120+38479567=5899970+6571850TL1QV夹=55768KJ/hQL1=8978070+190843120+38479567-5899970-55768得出：4吸收塔和解吸塔的构造设计4.1确定吸收塔塔径及相关参数4.1.1求取泛点气速和操作气速量：入塔气： V1=213900 Nm3/h=192968kg/h，G1=22.45kg/m3 ， M1=20.208，30 出塔气： V2=151700 Nm3/h=74427 kg/h，G2=11.99 kg/m3，2=