化工实习教程

1、有两种基第 6 章 天然气化工6.1 天然气的分离与净化6.1.1 采出气的分离利用天然气所含各组分沸点的差别，在约-100 C 以下的低温分离回收其中某些组分的过程。工业上通常将 -100C 以下的低温冷冻，称为深度冷冻，简称深冷。在天然气化工中， 深冷分离法用于分离回收湿性天然气中 C2 以上烃 ,即天然气凝析液（ NGL ）；生产液化天然 气以方便天然气的贮存和运输； 用于富氮天然气的脱氮以提高热值； 以及从富氦天然气中分 离回收氦。 天然气凝析液的分离 早期主要采用吸附法、 常温油吸收法和低温油吸收法， 现 在广泛使用深冷法，采用以下两种工艺流程。6.1.1.1 冷凝法用高压天然气的节

2、流致冷效应，使 C2 以上烃冷凝分离。由于单纯的节流效应是一个等 焓过程， 冷凝效率低， 往往须同时用外加的辅助冷冻循环来提高制冷效果。 如丙烷制冷循环 冷却至-37，此时约有50%的重烃被冷凝；未凝气体进一步用乙烯制冷循环，冷却至-93 ,全部丁烷、 约 99丙烷和约 87乙烷从原料天然气中冷凝析出。 冷凝液再分别在脱乙烷塔、 脱丙烷塔和脱丁烷塔中精馏，得到乙烷、丙烷、丁烷馏分和凝析油。6.1.1.2 膨胀机法利用天然气在透平膨胀机中降压膨胀作外功 ，而使温度急剧下降 ，达到低温。在其工艺流 程中，天然气在 5.1MPa压力下经过一系列换热，冷却至-54 C,此时约有54%的C2以上烷烃冷凝

3、。未凝气体进入透平膨胀机膨胀至1.67MPa,温度下降至-93 C,使余下的C2以上烷烃此时液化。然后再经逐级精馏可得到乙烷、丙烷、丁烷馏分。该工艺过程是等熵过程,不但能提高烃的回收率 ,而且能作外功,可用来带动压缩机输送气体。因此,能合理回收利用 天然气本身的机械能 ,具有先进的经济性 ,在美国得到广泛应用。6.1.1.3天然气中提氦目前世界各国从天然气提取氦气,广泛采用部分冷凝法 ,使天然气中除氦和氢外其余组 分全部冷凝脱除而获得粗氦。 生产过程包括天然气预净化 （脱除水分、 二氧化碳和硫化氢） 、 粗氦制取及氦精制。有时还与天然气的液化或氮的液化过程相结合。粗氦的制取通常需经二次冷凝过程

4、。第一次冷凝得到氦含量为5%以上的一次粗氦 （自氦汽提塔顶出来）,再经第二次冷凝得到氦含量为60%90%的二次粗氦（自氦精馏塔顶出来）。第一次冷凝的冷源通常为沸腾的液甲烷,冷凝压力按天然气组分的气液相平衡条件 确定,一般要求粗氦中无 C2 以上的烷烃馏分。净化后并经预冷的天然气,在冷凝蒸发塔中 借釜液的蒸发，将溶于液烃中的氦释放出来，釜液中溶解的氦要求小于10ppm。提取二次粗氦的冷源, 通常为常压沸腾的液氮或负压沸腾的液甲烷, 冷凝压力仍由相平衡条件确定。 工 艺上要求二次粗氦中的甲烷含量小于 1%。提取二次粗氦的设备也系冷凝蒸发塔, 同样要求 釜液中溶解的氦量越少越好。当天然气的压力为 2

5、.1MPa,冷凝温度为-153 C时，气相中氦浓度被浓缩到 60%左右，此 时溶解于液相中的氦量约为总氦量的 14%,因此氦的提取率最高不超过 86%。为了提高收 率, 60 年代以后对冷凝法作了许多改进,如采用带有汽提和精馏的部分冷凝、部分冷凝与 液体逐级膨胀相结合、复式精馏塔等新工艺,以最大限度地回收溶解的氦。6.1.1.4天然气液化采用深冷法将天然气液化, 以满足天然气的输送和城市煤气高峰负荷的调节。本制冷循环工艺： 阶式循环和膨胀机循环。 世界上广泛采用的方法是阶式制冷循环法, 常用 液态丙烷、乙烯和甲烷蒸发所产生的低温使天然气逐级冷却、液化。天然气经预处理用分子筛干燥脱水至露点（-7

6、3 C）,再经各级冷冻制冷循环逐步冷却至-147 C，此时天然气中乙烷、丙烷、丁烷等大部分都已冷凝分离，只有甲烷在此温度下仍为气CO 2还影响天然气的CO 2的存在会使装置的中冷、深湿法一i化学吸收法一-乙(MEAS)j-改 a二乙酸K法 -SSfe （Stretford 法）改良碑St法（GV）干法-弋驚(1 )化学溶剂吸收法工作原理酸气在重沸塔内进一步解吸，从天然气内脱除酸气。 溶液 即放出吸收的酸性气体。以弱碱性溶液为吸收剂，与酸性组分（H 2 S和CO 2）反应生成化合物。吸收了酸气的富液在高温低压的条件下放出酸气，使溶液再生、恢复吸收酸气的活性，使脱酸过程连续进行。各种醇胺溶液是使用

7、最广泛的吸收剂。醇胺法净化天然气醇胺溶液在吸收塔内的低温高压下吸收H 2 S和CO 2气体，生成相应的胺盐并放出热量。在再生塔内溶液被加热到一定温度，在低压高温下溶液中的胺盐分解，重新放出酸气, 同时使溶液得到再生。醇胺脱硫装置的典型工艺流程原料气由吸收塔下部进塔自下而上流动，同由上向下的醇胺溶液逆流接触,收酸气后，净化天然气由塔顶流出； 吸收酸气的富醇胺液由吸收塔底流出， 出吸收的烃类气体；富醇胺液在再生塔内放出大部分酸气； 胺液得到较完全再生。（2 ）物理溶剂吸收法 工作原理：利用有机溶剂对原料气中酸性组分具有较大溶解度的特点， 的酸气负荷正比于气相中酸气的分压，当富液压力降低时， 费卢尔

8、（Flour）法脱酸气使用碳酸丙烯为物理吸收剂，吸收H 2 S和CO 2。溶剂的特点是对 CO 2和其他组分气体的溶解度高，溶解热较低，对天然气主要轻组分 C1、C2的溶解度低，蒸气压低，粘度小, 与气体所有组分不发生化学反应，且无腐蚀性。冲化u塔闻袴联拯V V爆冲醇胺溶液吸 经过闪蒸罐，放贫解剂湿气” 有些物理溶剂受再生程物理吸收溶剂：环丁砜是硫化物极好的吸收剂，对co 2、重烃、芳香烃的吸收能力低。H 2S 和 CO 2。腔醸天然气原料气富瘠剂优点：吸收在高压、低温下进行，溶液对酸气有较大的吸收能力；宜于处理高酸气分压的天 然气；不仅能脱除 H2S和co 2，还能同时脱除硫醇等有机硫化物；

9、溶剂性质稳定，发泡性和腐蚀性小；某些溶剂对 H 2 S吸收有一定的选择性，因此可获得较高H 2S浓度的酸气;溶剂比热小，加热时能耗小。缺点：对重烃的溶解度较大，不宜用于处理重烃含量高的 度的限制，净化度可能比化学吸收差。砜胺法 工作原理：采用的吸收溶液包括物理吸收溶剂和化学吸收溶剂，兼有物理和化学溶剂的各自优点。化学吸收溶剂：任何一种醇胺，常用二异丙醇胺二级脱酸，进一步脱除优点：酸气负荷高；净化度高，可同时脱除H2S和有机硫；消耗指标低；溶剂损失量小;对设备的腐蚀小。缺点：溶液吸收重烃的能力强； 环丁砜是良好的溶剂，泄漏至管线或设备上会溶解油漆，也 战气A 会溶解铅油等密封材料； 砜胺溶液的价

10、格较贵， 且溶液变质产物复活困难；砜胺溶液的凝点分两步进行，第一步使高酸气负荷的气体燃烧产生SO 2 ;第二步在催化剂（合成氧化催化反应段焚化段火炬空气H 2 S而不脱除高（约-2.2 C）,在寒冷地区使用时要防止溶液凝固而堵塞管线。（3）直接氧化法工作原理：在催化剂或特殊溶剂的参与下，使H 2 S和0 2及SO2和H 2 S发生化学反应，生成元素S和水。常用于天然气脱出酸气的处理，原料气的特点是气体流量小，酸气浓度高。克劳斯（Claus）法:铝）参与下使 H 2 S和SO 2反应元素S和水。H 2S + 1.5 O 2 T SO 2 + H2OSO 2 +2 H 2 ST 3S +2 H 2

11、O两级克劳斯（Claus）流程:VT蔬硫60%60%26%26%7%7%优点：脱硫的同时直接生产硫元素，基本上无二次污染；可以选择性地脱除CO 2 ；操作温度为常温，操作压力高压或常压均可。缺点：硫容量低，故溶液循环量大、电耗高；脱硫过程中溶液发生的副反应较多，回收的硫 磺纯度差。（4 ）干法脱硫工作原理：采用固体进行天然气脱硫，即在固体脱硫剂表面采用上吸附酸性气体或使用酸性气体在 其表面上与一些组分进行反应，从而达到脱除的目的。海绵铁法加热段rT燃料=1 -空气0气中的水被吸附且所释放的气体往往已原理：利用氧化铁和 H2S反应，生成硫化铁和水，和酸气生成的硫化铁可用空气再生。2 Fe2O3

12、+ 6 H 2 S 宀2 Fe2 S3 + 6 H 2 O 2 Fe 2 S3 +3 O 2 T 2 Fe2 O 3 +6 S要求进料气水含量达到饱和或接近饱和，适用于小处理量、低含硫天然气的脱硫。分子筛法原理：分子直径小于分子筛晶体孔径的物质可以进入分子筛晶体而被吸附，否则被排斥。分子筛是一种具有立方晶格的硅酸盐化合物， 具有均匀的微孔结构， 一定型号的分子筛其孔 径大小一样， 能把比其直径小的分子吸附到孔穴的内部中来，因而能把直径大小不同的分 子，极性程度不同的分子，沸点不同的分子， 饱和程度不同的分子分离开来，即具有 “筛分 ” 分子的作用。优点：可同时脱除天然气中的 H 2 O 和 H

13、 2 S。缺点：所脱除的 H 2S在再生过程中加入再生气，当进料气中H 2S含量较高时，会造成需对再生气进行再处理的问题。6.1.2.3天然气脱水的方法吸附法工作原理：采用内部孔隙很多、 内部比表面积很大的固体物质与含水天然气接触，于固体物质的空隙。被水饱和了的固体物质经加热再生后供重复使用。物理吸附： 固体和气体间的相互作用并不强， 类似于凝缩， 被吸附的气体易从固体表面逐出 （如升 高温度），是一可逆过程。用加热或减压等方法可使吸附质与固体表面分离，使固体恢复吸 附能力。化学吸附： 需要活化能， 被吸附的气体往往需要在很高的温度下才能逐出，发生化学变化，是不可逆的。 吸附法脱水原理流程：吸

14、附传质段未吸附段Co时间水在固定床上的吸附过程常用的吸附剂硅胶：为透明或乳白色固体，主要成分为Si02，含微量AI2O3和水；具有较大的孔隙率，具有较高的化学稳定性和热稳定性，但与液态水接触很易炸裂，产生粉尘，增加压降，降低有效湿容量。活性氧化铝：是孔性、无定形、部分水合的氧化铝，AI2O3约占94%，其它为H20、Na2O、Fe2O3,并含有少量其它金属化合物。提供的露点降大，但再生热量高，呈碱性，不宜处理酸性天然气。分子筛：以AI2O3和SiO2为基料的人工合成的无机吸附剂，为具有骨架结构的碱金属或碱 土金属的硅铝酸盐晶体。一定型号的分子筛其孔径大小一样，只有比分子筛孔径小的才能被分子筛吸

15、附在晶体内部的孔腔内，大于孔径的分子就被 筛去”。具有很好的选择吸附性、吸附性高、高温脱水性能好。甘醇吸收法脱水工作原理：利用亲水性较强的甘醇(CnH2n (OH) 2 )与天然气接触，气中含水被吸收，吸收了水分的甘醇经处理再生后供重复使用。用于天然气脱水的的甘醇有乙二醇、二甘醇、三甘醇、 四甘醇等，目前最常用的是三甘醇。甘醇吸收法的工艺流程：湿气一10irnr1 1分离器：2 2吸收塔；3 3雾液分离器：4 4一冷却器;5 5甘鲜循环泵；6 6甘醇储罐；7 7贫-富甘醇溶液换热器;8 8闪蒸罐；9 9过滤器；iOiO再生塔含水天然气（湿气）先进入进口分离器， 以除去气体中携带的液体和固体杂质

16、，然后进 入吸收塔。在吸收塔内原料气自下而上流经各塔板，与自塔顶向下流的贫甘醇液逆流接触。 甘醇液吸收天然气中的水汽。经脱水后的天然气（干气） 液自塔底流出，与再生后的贫甘醇液换热后，再经闪蒸、体和液态以逆流接触吸收的方式实现传热和传质的过程， 度，也使甘醇贫液在达到塔底的含水量达到最大值，从塔顶流出。吸收了水分的甘醇富 过滤后进入再生塔在吸收塔内，气 保证了塔顶出口的天然气的脱水程从而充分利用了甘醇的脱水能力。流程富甘醇在再生塔中设置的闪蒸罐可使部分溶解到富甘醇溶液中的烃类气体在闪蒸罐中分出。 中提浓和冷却后，流入甘醇储罐内，供循环使用。 甘醇再生： 甘醇富液（吸水后水含量较多的甘醇溶液）在

17、吸收塔内由上向下流动，上流动的热蒸汽加热，蒸出水和少量甘醇。甘醇富液沿塔身向下流动， 逐步提高，在重沸器内进一步受热成为甘醇贫液。甘醇贫液经储罐缓冲、温，并经泵增压后返回吸收塔循环使用。 优点：甘醇可再生后重复利用，使用寿命长、脱水成本较低。缺点：处理后气体的水露点只能达到-30C，只能满足对管输天然气和用浅冷法回收轻烃的要求，不能满足深冷法回收轻烃的要求。先用甘醇脱水、再用分子筛脱水。被重沸器内产生的向 温度逐步升高，浓度与甘醇富液换热降6.1.3硫磺回收6.1.3.1生产任务本装置采用两级转化常规克劳斯制硫及还原吸收尾气处理工艺，排放烟气达到 GB16297-1996大气污染物综合排放标准

18、中规定的指标。将 水汽提装置的酸性气，生产成品硫磺。6.1.3.2工艺原理酸性气进装置后，先经酸性气分液罐脱水后进入制硫燃烧炉， 一的硫化氢完全燃烧成二氧化硫来配风，为获得最大转化率，ARGG产品精制装置和酸性按烃类完全燃烧和三分之必须保证燃烧后的反应气流中60%（ V）硫化氢与二氧化硫的分子之比为2: 1,对硫化氢来说，反应的结果制硫燃烧炉内约的H2S反应转化为硫，余下的H2S中有1/3转化为SO2, 2/3保持不变。COS+ H 2O-Q3/xS x+2H 2O+QCS 2+2H 2O+QSO2+Q2H2S+ SO2 其它反应有：3/xS x+2H 2O+Q2COS+ SO23/xSx+2

19、CO 2+QCS2+ SO2COS+ H2O3/xS x+CO 2+QH2S+ CO2-Q2H2S+ CO2-QCH3+QH-HSNCH3+ H2S5-9。在燃烧炉中的主要反应有：2H2S+O22H2O+S2+Q2H2S+3O22SO2+2H2O+Q反应均为放热反应，因此炉温一般控制在9001025 C,温度过高过低都不利于反应的进行。在燃烧炉中的其它反应有：CnHm+（n+m/2）O2nCO2+m/2H2O+QH2S+ CO22H2S+ SO22H2S+ CO2S+ O2分离液硫后的气体中的硫化氢、 二氧化硫、硫氧碳、 二氧化碳， 在装有抗硫酸盐化催化剂的 一、二级转化器中进行低温催化反应。

20、在转化器中的主要反应有：CS2+2H2O在转化器中根据化学反应平衡， 温度较低时转化率较高， 但一般考虑到硫氧碳转化成硫磺时 温度要在316C左右，同时还要考虑硫的露点温度，因为在反应器中是气相反应，故温度不 能低于或接近于露点温度，稍高出露点温度适宜。过程气经尾气分液罐分液后， 再经过混氢， 然后进入尾气换热器， 与尾气换热器出口的高温 烟气换热后，温度升到 300 C,进入加氢反应器，在钴钼型加氢催化剂的作用下进行加氢、 水解反应，使尾气中的二氧化硫、元素硫、有机硫还原、水解为硫化氢。在加氢反应器中的反应有：S02+3H27H 2S+2H2O+QS8+8H27 8H2S+QCOS+ H2O

21、H 2S+ CO2-QCS2+2H2O2H 2S+ CO2-Q 反应生成的尾气，在吸收塔内与甲基二乙醇胺反应脱除硫化氢。反应式如下HO CH2 CH27HOCH2CH2,NCH3+ H2S,HO CH2 CH2/JHOCH2CH2/被吸收反应除去硫化氢的净化气， 经尾气焚烧炉焚烧后， 通过 80 米烟囱排入大气。6.1.3.3 工艺流程说明 硫磺回收工艺流程参见图inrrjtsinrrjtsh h -jzzj-jzzj 佔cmso60 %燃烧时所需280 C进入第一级S02。焚烧后的高温烟气经尾气换热器用液硫泵送至造粒成型机，通过特殊的布得到合格的颗粒产品。硫磺产品经自图5-9硫磺回收工艺流程

22、酸性气进装置后，先进入酸性气分液罐，经脱水后进入制硫燃烧炉。在炉内约有 （V）的H2S进行高温克劳斯反应转化为硫，余下的H2S中有1/3转化为SO2,空气由离心机供给。进炉的空气量按比例控制调节。自制硫燃烧炉排出的高温过程气（约 1025C）, 一小部分通过两个高温掺合阀分别调节第一、二级转化器的入口温度，其余大部 分进入制硫余热锅炉，将过程气冷却至350C,同时制硫余热锅炉壳程产生1.3MPa的饱和蒸汽。从制硫余热锅炉出来的过程气进入一级冷凝冷却器，过程气被冷却至170 C, 一级冷凝冷却器壳程产生0.3MPa的饱和蒸汽。在一级冷凝冷却器末端，冷凝下来的液体硫磺与过程 气分离，自底部流出进入

23、硫封罐；顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至转化器，在催化剂的作用下进行反应。反应后的气体进入二级冷凝器被冷却至170 C。二级冷凝器冷凝下来的液体硫磺，在末端与过程气分离，自底部流出进入硫封罐，顶部出来的过程气经高温掺合阀调节至230 C进入第二级转化器。过程气在催化剂的作用下继续进行反应，反应后的过程气进入三级冷凝冷却器，温度从244 C被冷却至160C。在三级冷凝冷却器末端，被冷凝下来的液体硫磺与过程气分离，自底部流出进入硫封罐；顶部出来的过程气经尾气分液罐分液后，再经过混氢，然后进入尾气换热器， 与尾气焚烧炉出口的高温烟气换热后，温度升到300C，进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下进行

24、加氢、水解反应，使 尾气中的二氧化硫、元素硫、有机硫还原、水解为H2S。反应后的高温气体，进入蒸汽发生器，产生0.3MPa的饱和蒸汽。同时，高温气体被冷却至170C，然后进入尾气急冷塔下部，经与急冷水逆流接触，水洗冷却至40C，再进入尾气吸收塔下部。尾气急冷塔使用的急冷水，用急冷水循环泵自尾气急冷塔底部抽出，经急冷水冷却器用循环水冷却至40C后返尾气急冷塔循环使用。来自 ARGG产品精制装置的 MDEA贫液，从尾气吸收塔上部进入，在 塔内尾气与贫液逆流接触，其中的H2S被吸收。吸收H2S的MDEA富液，进入塔底，经富液泵升压后，去 ARGG产品精制装置进行再生。自塔顶出来的净化气，进入尾气焚烧

25、炉， 在600C高温下，将净化气中残留的硫化物焚烧生成 回收热量，温度降至 300 C,最后经烟囱排入大气。 液硫自硫圭寸罐自流进入液硫罐经注氨循环脱气后， 料装置，滴落在均匀移动的钢带上，经冷却、固化后， 动称重包装后，用叉车倒运，装汽车出装置。6.1.3.4工艺指标（1 ）制硫部分甲醇在深加工后可作为一种用油田气和水蒸汽在镍触媒的作用下进行吸热反应,生成co、C02、H2的反应方程式制硫燃烧炉炉膛温度1200C;制硫燃烧炉压力 CO+3H2-QCO+H 20 CO2+H 2+Q(2)钴钼加氢器是里边装有钴钼催化剂，在有氢气存在时，把天然气中的有机硫转变为 无机硫的设备，反应如下:COS+H

26、27 H2S+H2OCS2+4H2T 2H2S+CH4RSH+H2T H2S+RH(3)氧化锌脱硫槽是吸以收 H2S和RSH、RS R的装置，具体有以下的反应：H2S+Z nO T Zn S+H2S合成反应原理，合成气在225C，铜触媒的作用下，CO和CO2与H2发生化学反应, 生产粗甲醇反应方程式如下:CO+2H2 7 CH3OH+QCO2+3H 27CH 3OH+H 2O+Q(5)精馏生产原理用氢气和一氧化碳、二氧化碳合成的粗甲醇中，除甲醇外还有含有二甲醚、异丁基油、 水等其它杂质， 要获得合格的精甲醇必须除去上述杂质。 利用液体混合物中各组分具有不同 的沸点，在一定温度、压力下，易挥发组

27、分就被蒸发出来，从而得到所需的精甲醇产品。本 套装置精馏采用三塔生产方案，预精馏塔主要用来除去二甲醚、甲酸甲酯等低沸点轻物质， 加压塔和常压塔主要用来除去乙醇、丁醇等重组份。6.2.3 工艺流程说明送入装置界区的天然气首先经过氧化铁脱硫反应器进行粗脱硫，脱除其中大部分无机硫，然后经过天然气压缩机增压至2.5 MPa,并加热进入钴钼加氢转化反应器及氧化锌脱硫反应器，进行精脱硫，最终天然气中总硫含量小于0.1 PPm。精脱硫后的天然气进入饱和塔进行增湿， 从热水中气提蒸汽， 出塔后的天然气再加入少量的工艺蒸汽， 以调节混合原料气 中的水碳比，接着在对流段中加热后进入蒸汽转化炉，发生转化反应。高温转

28、化气体再经过各级换热系统进行热量回收，先后通过转化废热锅炉、工艺水预热器、 锅炉给水预热器、饱和减湿塔减湿段等，冷却后的转化气分成两股，一部分去PSA 提取7000Nm3/h 纯氢， 提氢后的释放气经增压后与另一股转化气混合配成甲醇合成新鲜气。新鲜气经压缩后进入甲醇合成回路， 在甲醇合成塔中进行甲醇合成反应， 然后再经过冷却分离出 粗甲醇，粗甲醇送入精馏工段后，通过予塔、加压塔、常压塔三塔精馏后产生精甲醇产品。(1) 氧化铁脱硫工艺流程由配气间送来的压力不低于0.4MPa天然气预热器预热至 40C后进入氧化铁脱硫槽进行粗脱硫。粗脱硫后的天然气中硫含量小于25ppm。粗脱硫后的天然气的一部分去转

29、化的转化炉作为燃料气。大部分天然气进入天然气压缩机，进行增压。出压缩机的天然气压力为2.5MPa,温度为94C,送至转化工段作为原料气。工艺流程叙述：来自增压工段天然气压缩工段压力为2.5MPa,温度94 C已经氧化铁预脱硫的天然气与压缩工段来的温度为39C的返氢气混合，经脱硫进出气换热器被氧化锌脱硫槽出口气加热到181 C，再进天然气预热器，再进脱硫进口气加热器用1.2MPa温度为296C的过热蒸汽加热至240 C进入钴钼加氢器，使原料气中的有机硫加氢转化成无机硫，再经氧化锌脱硫槽使原料气净化到出口硫含量0.1 ppm。脱硫后的原料气去脱硫进出气换热器把天然气加热至181 C,原料气被冷却至

30、140C进饱和减湿塔饱和段与来自转化炉对流段工艺水加热的215 C工艺水逆流接触，增湿到 195 C后的原料气再与来自转化汽包的中压蒸汽混合，水碳比2.8，经转化炉对流段混合气加热器加热至590C，进入转化炉辐射段炉管，在转化催化剂的作用下碳氢化合物同水蒸汽反应生成CO、CO2和H2。反需反应热由炉顶烧嘴燃烧混气天然气、驰放气、闪蒸汽)提供。反应后的880 C转化气依次进入中压废热锅、工艺水预热器、锅炉经水预热器、饱和减湿塔减湿段回收转化气的显热和潜热，再经转化水冷器冷却至39C后进冷凝液分离器分离出工艺冷凝液后的转化气， 一部分去制氢工段， 其余转化气与来自压缩145 C部分热水加热60 C

31、去减湿段，冷却转化气。工艺用，主要用于去转化炉对流段过热器过热至410 C去压缩工段合成气压缩机的汽轮机。磷酸三钠放入加药槽，加入锅炉给水配成要求浓度，经搅拌均匀后由加药泵加压，一路送转化汽包，另一路送合成汽包。饱和减湿塔饱和段出口145C热水一部分去加热除盐水后返回减湿塔使用,另外大部分热水去精馏工段常压塔再沸器、 预塔再沸器回收热量后回减湿段减湿转化气用。开车阶段考虑到精馏工段没开车，故设开车水冷器冷却饱和段出口热水。减湿段出口148 C热水经工艺水泵加压后补入来自精馏工段的少量精馏废水去工艺水预热器用转化气预热至173C，再进转化炉对流段工艺加热器，被管外烟气加热至215C 去饱和段，

32、增湿天然气。 在此，精馏废水中所含甲醇进入气相作为原料气的组分之一去转化炉。(3) 压缩工艺流程粗脱硫后的天然气的一部分去转化工段的转化炉作为燃料气。大部分天然气进入天然气压缩机，进行增压。出压缩机的天然气压力为2.5 MPa,温度为94C，送至转化工段的脱硫工段的补碳压缩机打出的变压吸附释放气或CO2 气汇成新鲜七去合成气压缩机增压后送至合成工段。出冷凝液分离器的工艺冷凝液经冷凝液回流泵加压后饱合减湿塔减湿段，冷却转化气 用。转化炉燃料系统是由天然气和来自合成工段的并经驰放气缓冲罐缓冲减压后的释放气 及闪蒸汽混合去辐射段顶部烧嘴， 烟道烧嘴和对流段辅助烧嘴燃烧， 所需助燃空气由鼓风机送入转化

33、炉对流段空气预热器预热至220 C去烧嘴。转化炉辐射段1030 C的烟气进入对流段回收热量以提高炉子的效率。对流段设有七组换热器， 顺序为混合气加热器、 蒸汽过热器、 锅炉给水加热器、 工艺水加热器、 空气预热器、 锅炉给水予热器、天然气预热器。经五组换热器后，烟气温度降至140C，由引风机送烟囱放空。锅炉给水、蒸汽系统流程：来自除盐水站的脱盐水经脱盐水加热器被饱和减湿塔饱和段出口至102C后去除氧器，用减压的低压蒸汽除氧。热水被冷却至 除氧后的锅炉给水经中压给水泵加压后送锅炉给水预热器经转化气预热后再去转化炉对流段锅炉给水加热器，经管外烟气加热至249 C( 4.0M Pa),中压蒸汽部分可

34、供本工段转化炉从变压吸附装置来的补碳气或从合成氨装置来的CO2气温度为39 C,压力为0.003MPa进入补碳压缩机。出压缩机的补碳气为1.9MPa,温度为115C，经水冷至39C后与转化气混合去压缩工段的合成气缓冲罐。由转化工段来的新鲜合成气温度为39C, 压力为 1.8MPa 送至合成气压缩机低压缸, 压缩至 3.0MPa 经冷却和分离水后，分出一小股作为返氢气去转化工段钴钼加氢用，大部分去高压缸继续压缩至 4.8 MPa,再与从甲醇分离器来的循环气混合，进一步压缩至5.25MPa 送至合成工段入塔气预热器。合成气压缩机由抽凝式汽机直接驱动。 汽轮机所需蒸汽为转化废热锅炉合成塔所副产蒸汽的

35、一部分（33.35t/h）,并经转化炉对流段蒸汽过热器过热至410C，向合成气压缩提供动力。抽出19.6t/h、1.2MPa、296 C和过热蒸汽去转化工段，其余的蒸汽经表面冷凝后送至除盐水站处理回用。4）合成工艺流程由合成气压缩机来的压力为5.15MPa,温度约57C的入塔气，在入塔气预热器预热至225 C后由顶部进入合成塔，在甲醇合成塔中，在催化剂作用下,CO、 CO2 和 H2 反应生成甲醇和水,同时也有少量其它杂质生成。合成塔出口反应气体经入塔预热器与入塔气换热,使温度降至90 C左右，此时有一部分甲醇冷凝，然后进入甲醇水冷器冷却。冷却至气液混合物经甲醇分离器分离出粗甲醇。甲醇分离器出

36、口的气体（压力约为4.80M Pa，温度约39 C）大部分返回合压缩机经加压循环使用。 为防止惰性气体在系统中积累， 要连续从系统中排出小部分驰放气， 驰放气全部用于转化炉作燃料。由甲醇分离器分离出的粗甲醇减压至0.55MPa 进入闪蒸槽闪蒸,以除去粗甲醇中大部分溶解气体， 然后送至甲醇精馏工段。 闪蒸气也送至转化炉作燃料气或放空至火炬。合成塔壳程副产4.0MPa饱和蒸汽与转化废热锅炉产生的蒸汽混合经过热后作为透平的动力。合成气包与合成塔为一自然循环式锅炉。合成催化剂的时空产率0.58t/m3.h。5）精馏工艺流程来自合成的粗甲醇通过预热器和加热器加热至69 C左右进入预塔，在合成过程中生成二

37、甲醚、 和甲酸甲酯等低沸点馏分由预塔顶逸出,顺序进入预塔冷凝器和冷却器， 塔顶馏出进出气换热器作为原料气。物中的大量甲醇和水蒸汽在两设备中冷凝成液态后流入回流槽从而使预塔放空气中的甲醇67-70% ，预塔顶部注74C。预塔压力借助塔顶放空气的压力进行调节。塔顶冷凝器和冷却器冷凝下来的高浓度甲醇水则流入回流槽再用回流泵全部回流送入预塔顶部。由于粗甲醇呈酸性（PH=5-6 ），为防止腐蚀起见，在粗甲醇预热前先用碱液计量泵加入一定量的2-5%NaOH 溶液在管道中中和到中性（ PH=7 ）。粗甲醇中的高沸点馏分（如乙醇、丁醇等）和水，将通过加压塔和常压塔进行分离，不含低沸点馏分（二甲醚、 甲酸甲酯等

38、杂质）的预后甲醇， 再通过加压塔进料泵升压并预热到约109 C进入加压塔。加压塔塔顶操作压力为0.6MPa得到的馏出物在冷凝再沸器中冷凝成质量为联邦“ AA ”级精甲醇，冷凝温度维持在118C左右，流入回流槽的精甲醇分为两股,一股通过加压塔回流泵送回塔顶作回流液， 另一股则与常压塔的产品相混合作为粗甲醇预热的一部分热源。加压塔底的再沸器则用 0.5MPa 的饱和蒸汽加热。通常再沸器的蒸汽流量以调控该塔灵敏板温度为准。 本流程再沸器和蒸汽流量则改成以该塔阻力控制，由于该塔阻力约为1000mmH20，在上述条件下，阻力稍有变化将随即引起塔顶塔底组分的微小变化。其精度远较用温度控制手段来得灵敏。 这

39、一点与管壳式合成塔的反应温度为什么要用气包压力来控制的原理完全相同。为了充分利用加压塔底残液的焓并使其进入常压塔的物料理温度不致过高引起大量闪蒸，故预后甲醇在送入加压塔之前设置了加压塔预热器，使预后甲醇温度由74 C预热到接近沸点温度进塔，与此同时，加压塔底的残液温度也将从沸点温度下降到85 C。为使加压塔底残液在预热器内不致因大量闪蒸而形成气液两相物流出现剧烈振动，故在工艺布置上将该管道上的节流阀设在设备之后。控制加压塔压力的位置在两处， 一处以塔底残液进入常压塔的节流阀控制，另一处则用设在回流槽上的不凝气排放阀调控。常压塔的塔顶操作压力为0.005MPa ,塔底设置两个并列的再沸器和，其热

40、源来自两处,一处利用加压塔顶馏出物精甲醇的冷凝潜热；另一处由转化工段送来的温度约145 C的热损耗下降到最低。预塔再沸器的热源来自转化工段的热水。 该热水通过常压塔再沸器回收热量后温度约为124C，其流量以塔底温度控制。根据模似结果，预塔灵敏板温度接近塔底，故热量控制实际上就是以该塔的灵敏板温度进行控制。为了提高预塔的分离效果，根据优化结果，须使甲醇浓度保持在 入萃取水有利于提高甲醇和水的相对挥发度。预塔塔顶操作压力为0.005MPa时塔顶馏出物温度约为66C。相对应的塔底温度为剩余的产量则由加压塔再沸器的蒸而且还要担负着使塔底流出的甲醇含量必须达到小于100ppm 的任务，在工艺布局上，该水

41、自精馏工段来的精甲醇连续送入精甲醇计量槽中，分班次对每班产量进行考核计量。 然然后用粗甲醇加水。常压塔的生产能力取决于上述两股物流提供的热量。汽耗量决定。 根据本流程热量衡算结果， 加压塔的常压塔的生产能力之比为35%：65%左右。常压塔的操作要求极其严格， 因为它不仅保证塔顶能获得高质量的精甲醇 （US-AA 级），可用作转化工段减湿塔的补充工艺水， 从而比较完满地解决了含醇污水不易处理的难题， 简单又彻底， 可谓一举两得。 国外在 ICI 甲醇生产流程也有类似先例可借鉴。为实现上述目标， 根据模拟结果， 常压塔中部设置两个侧线抽出点。 其中一点抽出富含 乙醇的甲醇溶液； 另一点则抽出富含丁

42、醇的甲醇溶液。 设置两个侧线抽出点也有利于减少抽 出液中的甲醇损耗，这是因为抽出液中乙醇和丁醇等杂质的浓度较高。常压塔塔顶温度约为 65C的馏出物在冷凝器中冷凝成US-AA精甲醇，冷凝温度控制在 62C左右，大部分作为回流液用回流泵送回塔顶，其余部分作为产品与加压塔的产品混合,再一起送往粗甲醇预热器作为加热粗甲醇到沸点时的一部分热源。塔底流出的甲醇污水大约在102 C下用萃取水泵升压后送往粗甲醇加热器，作为加热粗 甲醇到沸点的另一部分热源。在精馏工序， 预塔、加压塔和常压塔共设置四台热虹吸型再沸器。 其中预塔再沸器和常压塔再沸器，在流程布置上还考虑到转化来的热水泄不通但供应中断时可以直接输0.

43、3MPa 的饱和蒸汽，以确保生产能够连续地正常进行。上述三塔在塔顶各设安全阀一个， 其整定压力分别为操作压力的1.1 倍，操作一旦超压， 安全阀随即启跳，确保设备运行。泄后物料直接流入粗甲醇贮槽或地下槽。预塔冷却器后的轻馏分放空管上还设阻火器一台，确保生产安全。高质量精甲醇14121Kg/h ，收率大于 98.3%。6）贮槽区工艺流程后分批送入精甲醇贮槽内贮存， 最后用精甲醇产品泵送到罐装站装车。 罐装站多余甲醇可通过回流管线返回到中。自合成工段来的粗甲醇及精馏工段的不合格甲醇进入粗甲醇贮槽贮存，经产品流量计计这些气体统然后经压力和流量串调 （压力体积水可溶解 700 氨也是所有药物 由于氨有

44、广泛的 由于氨可以多于八成的氨被用于制作化肥。液体原料和气体原料。 经过不断地发展， 合成氨技术趋于成即原料气制备过程， 净化过程90%以上，在铁猛脱硫剂和氧化锌0.5ppm 以下，配入一定量的水蒸气料泵送回精馏工段进上步加工。除此之外， 工艺上还按精、 粗甲醇分类， 设置一系列副线， 各类贮槽间均可以相互倒槽。7）制氢工艺流程来自甲醇转化工段的转化气作为原料， 经气液分离器除去气体中夹带的水滴， 经原料流 量计计量后，送入变压吸附系统。该变压吸附系统由六塔组成，六塔交替循环工作，原料气 自上而下通过其中的一个吸附器， 由其内部的吸附剂进行选择性的吸附。 弱吸附氢作为产品在吸附器顶端流出， 经

45、吸附压力调节系统及产品质量联锁阀进入氢缓冲罐， 量后送用户。 其中不合格的氢气经节流阀节流和联锁阀后去到放空总管部洗气量和最终充压气体流量分别由一套调节系统 HV-701 、HV-702 来控制。被吸附剂吸附的杂质和部分氢在逆放和冲洗过程中从吸附器下端脱除出来，称为解吸气。 解吸气缓冲罐的作用是补偿解吸气的压力波动。为主调， 流量为副调） ，在保证解吸气压力波动 _I_I洗廉乙块噪救塔I丁二tt啾业0.9 HTAanrv ff會高级快、部井占块的齋割己锲析0.10.1 MKaMKa希Jjtr tco、治婕M蛊缺的博剤I 丁二皿帛卜加帥剖邁I |T M熱1 1-a*出水4冲刘一一35 P常剂新聲

46、瘠刑F),并除去部分炭黑。进叵胚可竺I冲就為;- -p* Hj _Mifttnii舉書辆B B 天燃弓部分氧化法制乙a工艺流理筒图在正常操作时，反应室底部会有部分炭黑沉积，需定期清除。从冷却装置排出的含炭黑水在乙炔炉底部排出，送往含炭黑水总管。乙炔炉配有连锁保护系统，用于正常操作条件被破坏时切断向乙炔炉供氧并向混合室 供N2。乙炔炉正常操作时要检测压差、温度和混合室的压力。温度为85 C的裂解气由乙炔炉侧部接管引出送往洗涤塔冷却二(真空 3, 在装置开车和停车,用1台N2充压的贮罐 ， 该系统由泵和贮罐组 N2 气柜 ,（ 此火炬为长明火炬确保氧化） 。, 压缩过 , 故选用（4洗涤塔洗涤塔为

47、上下两段泡罩塔 , 从乙炔炉送来的裂解气与来自循环冷却系统的冷却水在塔 中逆流接触，将裂解气冷却到35C ,除去部分炭黑后送入裂解气总管。送往洗涤塔的冷却水 流量采用遥控装置控制 , 并根据洗涤塔出口处裂解气的温度来调节。洗涤塔后面的裂解气总管设有一条将裂解气送往火炬系统的管线 置换或裂解装置保护系统动作时使用。在洗涤塔后面的裂解气总管上还安装有水封 , 一旦裂解气总管压力超过水封的设定压力 值, 裂解气即排放到火炬系统 （ 火炬为长明火炬 ） 。洗涤塔底部的含炭黑水送往炭黑水总管。（5 除尘器 （ 电滤器 ）电除尘器采用湿法板式电滤器 , 设计电压 7. 8 10 4 V, 实际电压 （ 4

48、 6）104 V, 电流200 mA。裂解气在洗涤塔下段冷却至 60C后，由洗涤塔送往电除尘器，在电除尘器电晕 电极与沉淀电极之间形成的电场作用下 , 裂解气中的炭黑粒子移向沉淀电极并沉淀在沉淀 电极上。裂解气通过电除尘器除去精细炭黑后返回洗涤塔上段 ， 从洗涤塔上段顶部进入裂解 气总管 ， 再进入裂解气压缩单元。电除尘器电极定期用来自循环冷却水系统的水进行清洗 ， 清洗时停止向电极供电 ， 并 停止向该电除尘器供裂解气 ， 从电除尘器底部排出的含炭黑水进入炭黑水总管。在电除尘器的裂解气入口管线、 洗涤塔顶至裂解气总管的裂解气管线和洗涤塔至火炬系 统的裂解气排放管线上均安装有遥控切断阀 , 用

49、于遥控电除尘器开、 停车。电除尘器还设有连锁保护系统 , 用于在出现故障时自动切断电除尘器的裂解气供应和 电极电的供应。氧化裂解单元设有 : 一个乙炔炉燃烧器和乙炔炉壳体冷却用冷凝液的封闭循环系统 该封闭循环系统由泵、冷凝液、贮罐和冷却器组成。在停、开泵时 供应乙炔炉冷却所需的水。一个液压传动清除炭黑的液压供应系统成，用1台N2充压的贮罐向液压传动系统供水。一个具有一定容积的裂解单元停开车时供应 N2。一个用于燃烧裂解气的火炬系统6.4.3.2裂解气压缩单元裂解气压缩单元由 2 台螺杆压缩机 （ 1 台备用 ） （ 因裂解气中含有微量高级炔 程因分压、温度升高会发生自聚 ， 产生部分聚合物 ，

50、 而且裂解气中还含有微量炭黑 螺杆压缩机 ） 、洗涤塔和气柜组成。裂解单元洗涤塔来的裂解气、 一段解析塔来的循环气以及当裂解气不足时一部分来自乙 炔吸收塔的合成气通过螺杆压缩机升压至 1. 1 MPa 后进入洗涤塔 ， 与冷却水逆流接触冷却 后（ 压力0. 9 MPa） ， 送往提浓单元。螺杆压缩机出口管线的压力由乙炔提浓单元中乙炔吸收塔出口处的合成气压力控制器 设定。螺杆压缩机入口前的裂解气管路中设有一裂解气气柜 ， 以便持续保持裂解气在管线内 的压力 ， 并控制裂解气产气量的波动和装置运行期间消耗的波动。6.4.3.3乙炔提浓单元裂解气中的乙炔体积分数为 8% 左右， 在压缩机入口裂解气和

51、循环气的混合气中乙炔体 积分数为 10%左右。在提浓单元 ， 根据含碳量不同的炔烃在溶剂中溶解度不同以及压力、温 度不同该物质在溶剂中溶解度不同的原理，用N -甲基吡咯烷酮（NMP）作溶剂，可通过吸合成气（在NMP中，溶解度比乙炔低的气体，如H2、CO等混合气）；乙炔（ 产品） ;高级炔及其同系物的混合物。,乙炔和在NMP溶剂中溶解度高于乙炔的气体被完全 CO 等） 从该塔顶部排出 （ 该气体称为合成气 ） ， 排出（ 当装置停车或合成气用户故障时 ） ， 返回螺杆压送往乙炔解析塔作汽提气 ， 大部分送至甲醇装置作生产收和解析等回收裂解气和循环气中的乙炔。在提浓单元 ， 混合气被分离成 3 种

52、馏分 : （ 1）（ 2）（ 3） 提浓单元为单系列工艺系统 ， 其组成如下（1丁二炔吸收 吸收高级炔、部分乙炔由于吸收、 解析操作具有汽液比小的特点 ， 一般的板式塔较难操作 ， 效率也较低 ， 故丁 二炔吸收塔选用填料塔。从压缩单元来的裂解气和循环气的混合气与从塔顶流下的溶剂NMP逆流接触 ， 丁二炔和其他高级炔类按其在 N- 甲基吡咯烷酮中的溶解度及分压的不同 ， 在此 塔中被吸收 ， 同时 ， 也有部分乙炔被吸收。脱除了丁二炔及高级炔的混合气送往乙炔吸收 塔。吸收了丁二炔及高级炔的溶剂借压缩单元送来的裂解混合气的压力排至乙炔解析塔的上 部。送往丁二炔吸收塔的溶剂流量用流量控制器控制 ，

53、 并根据该塔出口处气体流量和气体 中丁二炔的含量进行调节。用液位控制器控制丁二炔吸收塔底部溶剂的液位恒定。（2乙炔吸收塔吸收乙炔乙炔吸收塔为填料塔 ， 从丁二炔吸收塔出来的、 脱除了丁二炔和高级炔的混合气与从塔 顶喷下的NMP溶剂（低温20C）逆流接触，由于进此塔的NMP溶剂在进塔前用冷冻水冷却 ， 温度比丁二炔吸收塔内的溶剂温度低 吸收，不溶于NMP溶剂的气体（H 2、 的气体分 3 部分 : 送至合成气火炬 缩机入口 （ 当裂解气不足时 ） ， 甲醇的原料。 吸收了乙炔的溶剂借裂解混合气的压力排往一段解析塔。送往乙炔吸收塔的NMP溶剂用流量控制器控制流量，并根据此吸收塔出口气体的流量 和该

54、气体中乙炔的含量进行调节。在此吸收塔顶部 ， 用冷凝液洗涤合成气 ， 以回收挥发溶剂 ， 此塔顶的压力用压力控制 器控制。用液位控制器保持吸收塔底部溶剂液位的恒定。（3一段解析塔解析乙炔一段解析塔为填料塔 ， 压力接近大气压 ， 来自乙炔吸收塔的、 吸收了乙炔的溶剂与来自 二段解析塔的、 含乙炔及高级炔类的粗乙炔气逆流接触 ， 由于压力降低 ， 高级炔在溶剂中溶 解度较大 ， 乙炔和比乙炔溶解度小的气体被解析出来。 在塔的上段 ， 比乙炔溶解度小的气体 先被解析 ， 这些气体夹带部分解析的乙炔和 CO2， 从塔的顶部排至螺杆压缩机入口 ， 这些气 体的混合气称为循环气 ； 在塔的下段 ， 来自

55、一段解析塔中的粗乙炔气中的高级炔置换溶剂 中的乙炔 ， 使乙炔与高级炔分离 ， 从塔中部引出一部分乙炔送至乙炔洗涤塔 ， 余下的另一 部分乙炔进入此解析塔上段 ， 用以从溶剂中置换 CO2， 通过改变从一段解析塔引出的循环气 流量来调节乙炔中 CO2 的含量 ，从一段解析塔底部排出的溶剂用泵送往二段解析塔。在一段解析塔顶部，用冷凝液洗涤循环气，回收挥发的NMP溶剂。用液位控制器保持一 段解析塔底部的液位恒定。（4乙炔洗涤塔洗去输出乙炔中的挥发性溶剂 （NMP）乙炔洗涤塔为泡罩塔 ， 从一段解析塔中部引出的乙炔与送入此塔的冷凝液逆流接触 ，, 回收挥发性溶剂洗去挥发的NMP溶剂,出洗涤塔的乙炔分

56、3路：送乙炔气柜（保持乙炔管路的压力恒定 并补偿乙炔生产与消耗之间的波动 ） ， 送乙炔火炬 （ 在开车或乙炔输出有临时故障或气 柜液位达到最大值时 ） ， 送氯乙烯合成装置作为生产氯乙烯的原料。 从洗涤塔排出的含溶 剂冷凝液送至一段解析塔。洗涤塔出口的乙炔压力用压力控制器保持稳定 ， 还要连续监测出洗涤塔乙炔气中 CO2 的含量。（5 乙炔解析塔从含高级炔溶剂中解析出乙炔 乙炔解析塔为填料塔 ， 压力接近大气压。 由丁二炔吸收塔送来的含高级炔和部分乙炔的 溶剂与来自乙炔吸收塔的合成气逆流接触 ， 由于压力降低 ， 溶解度比高级炔小的乙炔先被 解析出来 ， 解析 （ 汽提）出的乙炔与合成气的混

57、合气返回螺杆压缩机， 不含乙炔、只含高级炔的NMP溶剂送往丁二炔解析塔。乙炔解析塔顶部的压力由压力控制器保持恒定。 进乙炔解析塔的合成气流量用流量控制器控制稳定。 出乙炔解析塔的合成气和乙炔的混合气在塔顶用冷凝液洗涤（ NMP） 。（6） 丁二炔解析塔一一从NMP溶剂中解析高级炔,并使溶剂中的水分蒸发 由于在高级炔解析过程中可能有聚合物沉积 , 故丁二炔解析塔选用填充某种填料的、大孔径 穿流筛板塔 , 底部安装有蒸汽加热器用于加热溶剂。 从乙炔解析塔来的含高级炔的溶剂和来 自二段解析塔中部、含水蒸气的溶剂蒸气与高级炔蒸气的混合气逆流接触 , 由于温度升高 , 高级炔在溶剂中的溶解度降低 , 高

58、级炔被解析出来 , 从丁二炔解析塔排出的含水蒸气溶剂 蒸气及高级炔蒸气的混合气体送往辅助塔 , 进一步处理后得到高级炔。 从塔底部排出的、 已 脱除高级炔的溶剂 , 大部分用循环泵送往冷却器 , 冷却至 35 后回溶剂贮槽 ; 另一部分 排放到溶剂回收装置除去高聚物。 丁二炔解析塔底部有用蒸汽加热的蒸发器 , 借助泵使溶剂 经此蒸发器循环 , 用温度控制器保持此解析塔底部温度恒定。（7辅助塔一一用冷凝液回收高级炔中挥发的NMP溶剂辅助塔为泡罩塔。 从丁二炔解析塔排出的含水蒸气、 NMP 溶剂蒸气和高级炔蒸气的混合 气与进入辅助塔的蒸汽冷凝液逆流接触 ，冷却除去混合气中的溶剂蒸气 ，除去NMP蒸

59、气的 混合气送往气压式冷凝器 , 从辅助塔底部排出的 NMP 溶剂和水的混合物送往二段解析塔。送往辅助塔的回流冷凝液流量由操作人员检测并根据工艺规程调节。（8气压式冷凝器除去高级炔中的水分气压式冷凝器由来自循环冷却水系统的冷却水进行回流 , 由辅助塔来的含水蒸气和高 级炔蒸气的混合气经此冷却除去高级炔中的水分后 , 用真空泵抽出 , 一路送用户 3（ 5） - 甲基吡咯唑的生产装置 , 另一路送乙炔火炬 （ 当用户的生产装置出现故障 , 高级炔同系 物无法输出时 ） , 蒸汽冷凝液与冷却水回水送往循环冷却水系统。送往气压式冷凝器的冷却水由操作人员检测并根据工艺规程调节流量。（ 9二段解析塔二段

60、解析塔分为上、 下两段 ， 为填充了填料的、 大孔径穿流筛板塔。 上段压力接近大气 压， 下段与真空泵连接 ， 底部有 2 台蒸汽加热蒸发器。出辅助塔的水和溶剂的混合物与来自一段解析塔的含高级炔、 水、部分乙炔的溶剂混合 物混合后 ，先经换热器预热 （ 由二段解析塔底部排出的热溶剂预热 ） ， 再经由管壳式蒸汽加在二段解析 , 已解析出乙 , 在二段解析塔下段的底部 , 由于真空和加热 , , 从二段解析塔中部引出的含水蒸气、 溶剂 ( 不含高级炔 ), 再经冷却器用冷却水, 要连续监测真空泵出, 建议利用易拆卸的板式热器将溶剂混合物加热到所需的温度后进入二段解析塔上段 , 由于溶剂温度升高