年产5万吨合成氨脱碳工段工艺设计_化工原理课程设计

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THEDESIGNOF50KT/ASYNTHETICAMMONIAPURIFICATIONSECTIONPROCESSANDONGDIRECTEDBYLECTURERLIANGYANANABSTRACTTHISDESIGNISANANNUALOUTPUTOF50,000TONSOFSYNTHETICAMMONIADECARBURIZATIONSECTIONDESIGNRECOVERINGTHECARBONDIOXIDEISVERYIMPORTANTTONEXTMANUFACTURINGPROCESS,ANDITCANBEUSEDFORPRODUCTINGOTHERCHEMICALSITUSESIMPROVEMENTWAYOFHOTSOLUTIONOFAQUEOUSPOTASSIUMCARBONATEANDTWOPROCESSOFABSORBTIONANDRECOVERY,THISWAYCANREMOVETHECARBONDIOXIDEOFSYNGASANDRECOVERTHEABSORBEDSOLUTIONTHECONTENTOFTHISDESIGNMAINLYINCLUDESTHECHOICEOFMAKINGTECHNOLOGE,MASSANDENERGYBALANCE,THEDESIGNOFEQUIPMENTSANDTUBESTHEMAINEQUIPMENTOFTHISDESIGNISCARBONDIOXIDEABSORPTIONTOWERTHROUGHTHECALCULATIONWEUSEDIFFERENTDIAMETERTOWERTHEDIAMETEROFTHEUPPERPARTOFTHETOWERIS2000MMTHEHEIGHTOFTHEPACKINGLAYERIS14MTHEDIAMETEROFTHELOWERPARTOFTHETOWERIS2400MMANDTHEHEIGHTOFTHEPACKINGLAYERIS10MTHEDESIGNMETHODCANREDUCETHECONTENTSOFCARBONDIOXIDEINTRANSFORMATIONGASTOABOUT1,HASBETTERREMOVALEFFECT,ANDNEXTSTEPCANBECONTINUEBESIDESTHESE,ITINCLUDESTHEDRAWINGOFCONTROLLABLETECHNOLOGICALPROCESS,THEEQUIPMENTDRAWINGOFTHEABSORBINGTOWEROFCABONDIOXIDEKEYWORDSTHEHOTSOLUTIONOFAQUEOUSDECARBONIZATIONPROCESSCARBONDIOXIDEABSORBINGTOWERTECHNOLOGICALDESIGN目录摘要I外文页II1前言12合成氨的概述121氨的发现和制取122氨的性质和用途123我国合成氨工业的发展情况224合成氨技术未来的发展趋势225合成氨生产工艺介绍226脱碳单元在合成氨中的作用43脱碳方法及工艺选择431脱碳方法选择432脱碳工艺的选择833脱碳工段主要设备的选择1234工艺操作条件的选择124工艺计算1341物料衡算及热量衡算145热量衡算汇总表236主要设备计算2461二氧化碳吸收塔2462已知条件2463塔径计算2464填料层高度计算2665塔附属高度的确定2766液体分布器选择2767填料层压降计算2768二氧化碳吸收塔计算总结2869二氧化碳再生塔28610操作条件28611塔径计算28612填料层高度计算307工厂平面设计3171厂房设计要求3172厂房设计3173厂址的选择3174总布局主要应满足的要求318三废处理3281废水处理3282废气处理3283废渣处理329总结3210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21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CACN23H2O（G）2NH3（G）CACO31784年CL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N23H22NH322氨的性质和用途221氨的性质氨为无色气体，具特有的强烈刺激性气味。密度为0771G/L标准状况，比空气轻。沸点3335，高于同族氢化物PH3、ASH3等，易液化。熔点777。液氨密度为07253G/CM3，气化热大，达2335KJ/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002MG/L，若达05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。222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。23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06万吨，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612万吨/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10219万吨，成为世界上合成氨产量最高的国家之一。24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。25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1240。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1020，故采用未反应氢氮气再循环的流程。氨合成的反应式如下N23H22NH3G924KJ/MOL工业中反应压力一般在1035MPA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。具体流程图如下合成氨除尘脱硫压缩CO变换脱除CO造气脱除CO2图21合成氨工艺流程26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31脱碳方法选择311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。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。312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12MPA，温度为750的范围内可同时脱除CO2和H2S。CO2可脱至12E5，H2S可脱至01E6。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90110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。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。313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N2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N2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N2甲基吡咯烷酮法。314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CO2K2CO3H2O2KHCO3。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31。表31DEA含量对溶液吸收能力的影响DEA含量0123相对吸收系数04131000629100相对CO2分压MPA194161100100DEA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2025的DEA溶液，其对酸性气体的吸收能力为1219M3CO2/M3溶液。高吸收能力的DEA法使用2527的DEA溶液，其对酸性气体的吸收能力为3032M3立方米CO2/M3溶液。SNPA法，使用2530的DEA溶液，其对酸性气体的吸收能力32384M3CO2/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（31）3232KHCOCOK这一反应可以分为下列几步完成（32）H（33）2332（34）（35）2C（36）33KO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（34）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HOHCH2CH2NCH2CH2OH当碳酸钾溶液中含有少量DEA时，与CO2反应里程如下（37）33COK（38）R22（39）HH（310）322NNR（311）323（312）KC经研究发现，该过程中反应最慢的是式（38）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（31）OHCKHO2323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。32脱碳工艺的选择321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31图31两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。再生塔吸收塔变换气净化气322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。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18MPA。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13。323本设计工艺流程简述变换气、净化气流程（1）流程图如图32图32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，18MPA，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10，送往压缩工段。再生气流程（1）流程图如图33变换气再沸器变换气分离器净化气分离器CO2分离器吸收塔净化气冷凝器再生塔尿素车间冷凝水去回流再生气水冷器CO2分离器图33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（312），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34吸收塔半贫液泵吸收塔贫液冷却器贫液泵水力透平图34富液、半贫液、贫液流程（2）简单流程简述富液流程吸收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。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20MPA左右，经过自调阀组进入吸收塔中部。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8090进入贫液泵，加压到20MPA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35循环水总管净化器冷却器循环水总管循环水总管净化器冷却器循环水总管图35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36图36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37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37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38低压蒸汽增湿器活性碳过滤地下溶液槽一、二、三、四级喷射器再沸器再生塔图38蒸汽系统流程变换气分离器净化气分离器软水回电站（2）流程简单概述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。33脱碳工段主要设备的选择331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。332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。34工艺操作条件的选择341压力吸收压力根据吸收反应式（31），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32所示。表32吸收压力的净化度和吸收能力的影响气量M3/H压力KG/CM2净化度CO2吸收能力M3/M31006003051001006303051101001250203155100122020316510015501031701001510102170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1420KG/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1840KPA。342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105110。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04MPA。343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2530（质量百分比）。344活化剂的浓度活化剂采用DEA，乙二醇胺。表33列出了加入DEA后碳酸钾溶液的平衡分压和吸收影响值。表33DEA对碳酸钾溶液的平衡分压和吸收影响值DEA含量质量0123相对吸收系数04130692100相对CO2分压1941611004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表41干气变换气组成成分组分CO2COH2N2CH4合计组成（）284312052381698101100体积流量M31225655173225817732034354431113摩尔流量KMOL547223110081326819419246（3）进工段变换气压力为18MPA（4）计算基准50000/（33024）631TNH3/H（5）钾碱液比热33KJ/KG（6）变换气中各组分的比热KJ/KG10表42各组分比热组分CO2COH2N2CH4H2O比热KJ/KG06530754101307451742（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431113M3/H431KM3/H41物料衡算及热量衡算411变换气再沸器（1）物料衡算进口变换气温度170压力18MPA干气流量431KM3/H出口变换气温度125压力18MPA干气流量431KM3/H170饱和水蒸汽压0792MPA；125饱和水蒸汽压0232MPA5取变换气中水蒸汽饱和系数为A08170时变换气含湿量AP水/P0AP水M/224080792/1808079218/2240437KG蒸汽/M3干气125时变换气含湿量AP水/P0AP水M/224080232/1808023218/2240092KG蒸汽/M3干气冷凝水流量043700920345KG蒸汽/M3干气则流量为0345KG蒸汽/M3干气431KM3/H149KG/H（2）热量衡算表43170及125水的热焓170水125水液体热焓（KJ/KG）7192952502蒸汽热焓（KJ/KG）2773327164汽化热（KJ/KG）2054021918带入热变换气再沸器带入热Q1WCPT1其中CP流量/224431103/224170028434406500122807540523821013016982807450010116170747106KJ/H饱和水蒸汽带入热Q2WH043743110327733522106KJ/H故总带入热Q11QIQ1Q207475221065967106KJ/H带出热变换气再沸器带出热Q1WCPT1431103/22412502843440650012280754052382101301698280745001011617055106KJ/H饱和水蒸汽带出热Q2WH009243110327164108106KJ/H冷凝水带出热Q3WH14910352502078106KJ/H则总带出热Q12QIQ1Q2Q3055108078106241106KJ/H所以变换气再沸器热量为QQ11Q1259672411063557106KJ/H412变换气分离器（1）进口变换气干气流量431KM3/H含湿量0437KG蒸汽/M3干气（2）出口变换气干气流量431KM3/H含湿量0092KG蒸汽/M3干气（3）分离冷水量431103043700921487103KG/H413二氧化碳吸收塔（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431KM3/H125饱和蒸汽压023MPA水蒸汽流量V水V干AP水/P0AP水431103080232/180802320496KM3/H进塔湿气含量V湿V干V水43104964806KM3/H（3）溶液组分9贫液转化度FC1025半贫液转化度FC2043富液转化度FC3083此数据为KEL1099原始设计值，本次计算也依此为准FCMKHCO3/MK2CO3MKHCO34L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02507513溶液中碳酸钾含量为3984G/L则溶液的摩尔浓度为3984/138289MOL/L由反应K2CO3CO2H2O2KHCO3Q知1MOLK2CO3可以吸收1MOLCO2，则每立方米溶液完全吸收的CO2量为2892246474M3CO2/M3溶液溶液的平均转化度FC025FC3FC1075FC3FC20445则平均每立方米溶液吸收的CO2量为647404452881M3CO2/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V1431103102843/1001312KM3/H进塔变换气量为V2431KM3/H被溶液吸收的CO2量为V2V1431312119KM3/HCO净化气干气组成如表44。表44净化气干气组成组分CO2COH2N2CH4合计组成11667245234914100体积流量M3/H3116517322575473195436243116摩尔流量KMOL/H13923110078326819513911（5）吸收塔溶液流量的计算溶液的吸收能力为2881M3CO2/M3溶液则溶液的流量为L/2881119103/28814131M3/H2COV吸富液的流量为L富4131M3/H贫液的流量为L贫41311/41033M3/H半贫液的流量为L半贫413110333098M3/H组成由转化度FC3083得转化为KHCO3的K2CO3量为28908324MOL/L则富液中KHCO3量24248MOL/LK2CO3量28924049MOL/L414净化气冷却器（1）已知条件表45进、出冷却器气体的条件进冷却器气体出冷却器气体温度（）8040压力（MPA）1818干气流量（KM3/H）312312表4680及40饱和水的热焓及蒸汽压80饱和水40饱和水液体热焓（KJ/KG）3349416747蒸汽热焓（KJ/KG）2642325686蒸汽压（MPA）00470007480时气体含湿量AP水/P0AP水M/224080047/1808004718/2240017KG蒸汽/M3干气40时气体含湿量AP水/P0AP水M/2240800074224000265KG蒸汽/M3干气（2）带入热净化气带入热Q1WCPT1312103/22480001440653001662807540725721013023532807450014161711141032063023106KJ/H饱和水蒸汽带入热Q2WH001731210326423014106KJ/H故总带入热Q21QIQ1Q2023014106037106KJ/H（3）带出热净化气带出热Q1WCPT1312103/22440001440653001662807540725721013023532807450014161755710320630115106KJ/H饱和水蒸汽带出热Q2WH0002653121032568600212106KJ/H冷凝水带出热Q3WH00170002653121031674700075106KJ/H则总带出热Q22QIQ1Q2Q30115002120007510601437106KJ/H所以变换气再沸器热量为QQ21Q220370143710602263106KJ/H415净化气分离器（1）进口净化气干气流量312KM3/H，含湿量0017KG蒸汽/M3干气（2）出口净化气干气流量312KM3/H，含湿量000265KG蒸汽/M3干气416二氧化碳再生塔（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4131M3/H上段排出液半贫液3098M3/H再生度IC1FC110431143下段排出液贫液1033M3/H再生度IC2FC210251125再生压力012MPA再生塔水汽比CO2/H2O20密度1250KG/M3热钾碱溶液比热33KJ/KG