工业用液体二氧化碳工艺设计

设计任务书设计提要第一章总论（一）简述二氧化碳生产的国内外概括及意义（二）产品的性质、用途、规格和国家标准、国际标准（三）设计的原始依据、主要技术经济指标（四）二氧化碳设计采取的生产方法（五）确定原料来源及性质（六）论证设计选定的厂址、交通、气候、地质条件（七）简要说明主辅车间地组成、工作制度及水、电地供应装备（八）三废情况及环境保护的大体方案（九）安全注意事项第二章工艺流程设计及设备论证（一）设计论证逐步完善工艺流程（二）工艺流程叙述（三）设备论证第三章物料衡算（一）衡算依据（二）总算（三）100#工序洗涤除尘工序（四）200#工序脱硫干燥工序（五）从原料压缩机至提纯塔的过程物料衡算第四章热量衡算（一）缓冲罐（二）洗涤塔（三）吸U攵塔（四）原料压缩机及其冷却器（五）二级脱硫（六）产品气压缩机及其冷却器（七）提纯塔（八）氨冷器第五章工艺设备选型（一）换热器选型（二）提纯塔工艺设计（三）其他各塔及设备的工艺计算主要参考资料结束语设计任务书、设计题目：年产10000吨食品级液体二氧化碳工艺设计二、主要原料：合成氨脱碳放空气三、产品质量标)隹：符合国家标准^8/丁6052-1993)四、主要设计参数：见附表五、设计要求：按设计大纲六、设计内容：1、设计说明书六、设计内容：1、设计说明书工艺流程的选择和论证工艺指标的确定和论证物料衡算和能量衡算设备选型及计算按大纲要求的其它内容2、设计图纸(1)带控制点工艺流程图(2)设备平、立面布置图七、完成日期：二00三年六月二十五日2、设计图纸发出日期：二00三年五月三日附表:主要设计参数年工作日300天；CO2的提取率为86%;组成COCO2N2O2SO2含量1.82%86%10%12%50mg/Nm3组成NOXAH2SCS2COS粉尘含量20mg/Nm3500mg/Nm30.97mg/Nm3200mg/Nm350mg/Nm3产品质量标准：组成h2sSO2有机硫H2ONOXA含量<2mg/Nm3<2mg/Nm3O.5mg/Nm3<30ppm韦ppm组成O2N2COCO2含量<20ppm<20ppm<10ppm羽9.0%4.原料气组成:原料气水洗工序放空气出口温度：常温放空气出口压力：30-40mm水柱放空气出洗涤塔温度：＜30°C放空气出洗涤塔含尘量：＜5mg/Nm3放空气出吸收塔H2S含量：＜500ppm原料气压缩、预处理工序预处理器出口无机硫含量：＜500ppm一级脱硫器进口气体温度：＜35C三级脱硫出口转化率取90%99%四级脱硫器出口：总硫＜0.2ppm提纯塔进口CO2含量为86%(v/v)，塔顶CO2含量为95%(v/v),塔釜CO2含量为99.0%(v/v);置换气放空CO2含量为45%(v/v),N2含量为52%(v/v),其余为3%(v/v);废气、顺放气CO2含量为20%(v/v);缓冲罐、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。设计提要本次设计是生产10000吨/年的工业用二氧化碳工业流程设计，采用技术为分子筛法。设计中以节约能源、经济合理、工艺简单、保证产品质量为前提，依据永氮合成氨厂的工艺情况并结合本设计的要求，在流程中首先将含CO原料气体进入予处理工序，采用湿法除尘工艺除尘，多级脱硫脱除硫化物，分子筛吸附技术除水等技术，除去杂质气体，然后再进入提纯工序，得到纯度较高的CO气体，以满足工业需要，最后通过提纯工序，得到纯度更高的液态CO产品,产品的质量标准符合GB/T6052-1993的标准。本设计共包括：设计总论、工艺流程设计论证、设计计算和绘图四个部分。在设计总论部分，首先对产品进行了概述，并按厂址选择要求，对选定厂址的水文、气象、地质等情况作了初步调查，并从水、电、汽供应情况和交通运输方面进一步说明了厂址选择地合理性，并对主、副原料的供应要求作了明确的规定。同时，重点从生产CO的用途和提高产品质量、降低车间生产费用等目的出发，确定了分子筛吸附法，提纯CO的方法，并对本工艺路线和生产原理作了扼要的介绍，就流程中各工序的任务作了明确的说明。着重从工艺的各个角度，对整个生产过程，通过工艺条件的分析，工艺流程的论证，主要设备的论证，进一步阐明本设计在生产中的先进性和合理性。并对安全保护措施、三废处理问题作了具体的说明。在设计计算部分，主要从给定地生产任务出发对整个生产过程进行总算，并对各个设备进行了具体的物料衡算和热量衡算，在此基础上对主要设备进行了工艺设计计算，对部分设备进行了选型计算。在绘图部分，根据设计说明和计算，绘制了工艺流程和设备布置图。由于本设计在时间上比较仓促，以及有些数据难以查找，对某些方面只按厂里的工艺指标或经验数据为依据，因此有待于今后实际生产中的摸索和探讨。第一章总论一、简述二氧化碳生产的国内外概括及意义二氧化碳的发现应追溯到17世纪初，当时，比利时化学家JB-VanHelmont（1577-1644）在检测木炭时发现一种与其他气体不同的气体。1757年，JBlack第一个应用定量的方法研究这种气体，由于它是固定在石灰石中的，所以定名它为“固定空气”此后,HCavendish和JPriestley分别研究了“固定空气”的性质。1773年,ALLavoisior把碳放在氧气中加热,得到被他称为“碳酸”的二氧化碳气体，测出质量组成为含碳23.5%-28.9%、含氧71.1%-76.5%。1823年,MFaraday发现加压可以使二氧化碳气体液化。1833年,MThilorier制得固态二氧化碳（干冰）。1884年，在德国建成第一家生产液态二氧化碳的工厂。二氧化碳化学自20世纪80年代以来引起世界各国，特别是工业发达国家的普遍关注。据统计，全世界各种矿物燃料（煤，石油，天然气），燃烧排放到大自然中的二氧化碳量达到185-242亿吨/年而其利用尚不足1亿吨/年。二氧化碳的大量排放，不仅造成资源的严重浪费，而且做为主要的温室效应气体，引起的环境公害举世注目，美国、英国和德国都研究制定了排放制度，日本则加快了二氧化碳综合利用方面的研究，计划用10年时间建立起以二氧化碳为原料的独立工业体系。我国随着工业发展，二氧化碳排放量也在逐步上升，1981年已达532.3X106t，占世界排放的10%排在第三位，因此加快二氧化碳研究与利用已显的日益必要和迫切。目前，二氧化碳主要用于碳酸饮料、气体保护焊、三次采油、超临界流体萃取、气肥、保解、烟丝膨化等用途，其用量及应用范围都在逐年扩大，因此二氧化碳的分离提纯技术显的尤为重要，她是CO化学发展的基础，也是化学发展的关键问题之一。工业上分离提纯二氧化碳的方法有低温蒸馏法、膜分离法、溶剂吸收法、变压吸附法（PAS等。近年来我国主要CO2装置情况见表生产厂家原料来源工艺产能(Kt/a)广东江门氮肥厂合成氨厂气三塔变压吸附10川化集团公司合成氨厂废气低压净化，提纯液化4广州石化总厂制氨装置副产力□压法，分子筛吸附和静压提纯10山东鲁化集团合成氨厂合成氨厂副产压缩净化15黄桥二氧化碳厂CO2气田净化-提馏-吸附10金东实业公司环氧已烷副产低温分馏精制30兴化BOC气体有限公司造气排放废气BOCK术20美国普莱克斯公司独资鹰山石化排放的工业尾气PRAXAIF技术30上海焦化有限公司焦化脱硫脱碳工业尾气林德公司技术，提纯压缩，净化，液化60BOC公司化工厂废气BOCK术10X7茂名周伦公司制氨装置废气低温分馏精制30万金塔CO2气田气田10韶刚集团公司碳厂变压吸附技术10二、产品的性质、用途、规格和国家标准、国际标准1.物理性质CO在通常状况下是一种无色、无臭、无味的气体。能溶于水，溶解度为0.1449克/100克水(25C)。在20T时，将二氧化碳加压到5.9X106帕即可变成无色液体，常压缩在钢瓶中贮存。在-56.6°C、5.27X05Pa时变为固体。液态二氧化碳减压迅速蒸发时，一部分气化吸热，另一部分骤冷变成雪状固体。将雪状固体压缩，成为冰状固体，俗称“干冰”干冰”在01X05Pa-78.5C时可直接升华变成气体。二氧化碳比空气重，在标准状况下密度为1.977g/L，约是空气的1.5倍。二氧化碳无毒，但不能供给动物呼吸，是一种窒息性气体。在空气中通常含量为0.03%(体积)，若含量达到10%寸，就会使人呼吸逐渐停止，最后窒息死亡。枯井、地窖、地洞底部一般二氧化碳的浓度较高，所以在进入之前，应先用灯火试验，如灯火熄灭或燃烧减弱，就不能贸然进入，以免发生危险。二氧化碳是非极性分子，可溶于极性较强的溶液中，二氧化碳溶于水生成碳酸。分子直径(nm)0.35-0.51TOC\o"1-5"\h\z气体密度(0C，0.101MPa/(kg/m)1.977汽化热(0C)/(kJ/kg)235临界状态温度/C31.06压力/MPa7.382密度/kg/m3467比热容(20C,0.101MPa)/[kJ/kg1k]Cp0.845Cv0.651气体粘度(0C,0.101MPa)/mps13.8化学性质通常情况下，二氧化碳性质稳定，无毒性，不燃，不助燃，在高温或是有催化剂存在的情况下，二氧化碳可以参加一些化学反应：还原反应CO2+2Mg|A2MgO+CCO2+CH2CO有机合成反应在高温(170C-200C)和高压(13.8-24.6MPa)下,CO2和氨反应CO2+2NH3aNHCOONHCO(NH2在升温加压和有铜-锌催化剂存在时，用二氧化碳、一氧化碳和氢气的气态混合物可以合成甲醇，二氧化碳和氢气反应CO2+3HYHOH+HD用途在化工合成上的应用二氧化碳除了成熟的化工利用(例如合成尿素，生产碳铵，生产碳酸盐、阿斯匹林，制取水扬酸及其衍生物等)以外，现在又研究成功了许多新的工艺方法，如合成甲酸及其衍生物，合成天然气，乙烯，合成甲醇，壬醇，草酸及其衍生物，丙脂及芳烷的烷基化，合成高分子单体及进一步二元或三元共聚，制成了一系列高分子材料等，另外利用二氧化碳代替传统的农药做杀虫剂，也在研究之中。在农业上的应用用于蔬菜、瓜果的保鲜储藏，二氧化碳也可用于粮食的储藏，它比通常所用的蒸蒸剂效果更好。把二氧化碳引入蔬菜温室，能使蔬菜的生长速度增加，缩短其生长周期。用飞机将干冰撒入云层施行人工降雨，能解决以旱无雨、庄稼欠收的问题。在一般工业上的应用二氧化碳是很好的致冷剂。它不仅冷却速度快、操作性能好、不浸湿产品、不会造成二次污染，而且投资少、人力省。利用二氧化碳保护电弧焊接，既少避免金属表面氧化又可使焊接速度提高9倍。最近美国制成了不受烟、砂石和烟雾妨碍，能够正确测定距离的二氧化碳激光测距器。二氧化碳作为油田注入剂，可有效地驱油。目前，地热资源是能源开发的重大课题，低温和较低温地区的地下热水最多，而且没有充分利用，其最大的难度是利用地下热水发电时的工作介质不理想，国际上用氟里昂和异丁烷所进行的试验都证明没有希望，然而，用二氧化碳作为介质，利用较低温地下热水资源来发电已在罗马尼亚研究成功。二氧化碳超临界萃取超临界二氧化碳流体，由于具有与液体相近的密度，而粘度只有液体的1%扩散系数是液体的100倍，所以它的萃取能力远远超过有机溶剂，更为理想的是控制条件就可定向分离组份，可在常温下和较低温下工作，没有毒性和发生爆炸的危险，使用时不但又很好的工作性能，而且可有效地浸出高沸点、高粘度、热敏性物质。产品质量标准①国家标准GB/T6052-1993W工业液体二氧化碳》项目指标二氧化碳％(v/v)>9999.599.9油份按标准4,4检验合格按标准4,4检验合格按标准4,4检验合格一氧化碳、硫化氢、磷化氢及有机还原物b—按标准4,6检验合格按标准4,6检验合格气味无异味无异味无异味水份露点儿V--60-65游离水无--限定说明：感官：夕卜观、气味工艺过程：生产之中十分重要并必须控制的关键项目法规：行政部门的限定规定三、设计的原始依据及主要技术经济指标设计的原始依据，按设计任务书年产量10000吨食品级液体二氧化碳；年工作日300天；CO2的提取率为86%;产品质量标准：组成h2sSO2有机硫H2ONOx含量Qmg/Nm3电mg/Nm3O.5mg/Nm3<30ppmWppm组成02N2COCO2含量0ppm<20ppm<10ppm为9.99%5.原料气组成:组成COCO2N2O2SO2含量1.82%86%10%23%50mg/Nm3组成NOxH2SCS2COS粉尘含量20mg/Nm3500mg/Nm30.97mg/Nm3200mg/Nm350mg/Nm3原料气水洗工序放空气出口温度：常温放空气出口压力：30-40mm水柱放空气出洗涤塔温度：v30C放空气出洗涤塔含尘量：v5mg/Nm3放空气出吸收塔H2S含量：v500ppm原料气压缩、预处理工序预处理器出口无机硫含量：v500ppm一级脱硫器进口气体温度：v35C三级脱硫出口转化率取90%99%四级脱硫器出口：总硫v0.2ppm提纯塔进口CO2含量为86%(v/v),塔顶CO2含量为95%(v/v),塔釜CO?含量为99.0%(v/v)；置换气放空CO2含量为45%(v/v),N2含量为52%(v/v),其余为3%(v/v)；10-废气、顺放气CO2含量为20%(v/v)；11.缓冲罐、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。四、二氧化碳设计所采取的生产方法、工艺流程特点生产方法低温蒸馏法本法由于设备庞大、能耗较高、分离效果较差，因而成本较高，不适应中小规模生产,一般适用于油田开采现场，生产无硫二氧化碳产品直接注入油井，以提高采率。膜分离法和溶剂吸收法膜分离法具有装置简单、操作方便、能耗较低特点，是当今世界上发展迅速的一项节能型气体分离技术。但是，膜分离法的缺点是很难得到高纯度的CO,为了得到高纯度的二氧化碳，它必须与溶剂吸收法结合起来，前者用于粗分离，后者用于精分离，工艺极其复杂。分子筛吸附法分子筛吸附法具有工艺过程简单、能耗低、适应能力强、自动化程度高、技术先进、经济合理等优点，桥氮二氧化碳装置采用此项技术提纯二氧化碳装置，一次开车成功，对以放空气气为原料的混合气中难以解决的氨氧化合物已找到一定的淡化方法，使产品基本满足GB/T6052-1993标准要求。本设计采用分子筛吸附法分离提纯二氧化碳，其生产方法为：•以合成氨放空气为原料气，经湿法除尘装置除尘，采用多级脱硫技术脱除SO、H2S、coscs等有害杂质，并采用分子筛吸附技术脱除H20,再经液化装置得到液态二氧化碳，最后经提纯塔装置提纯二氧化碳产品。工业用CO工艺流程示意图五确定原料来源、性质原料来源为脱碳工艺放空气，其中主要含有氮气、氧气、一氧化碳等气体。氮气物理性质：常温下是无色五味、无臭的气体物理常数：熔点63.29K比热容(288.8K,0.101MPa):Cp1.04kJ/kgKCv0.741kJ/kgK气体粘度y(273K,0.101MPa)879.2xl0-2MPaS沸点77.35K汽化热196.895kJ/mol化学性质在通常情况下，氮是惰性的，在常温常压下，除金属锂等极少元素外，氮几乎不与任何物质发生反应：6Li+N2=2Li3N在高温高压或有催化剂存在的条件下，氮可以与许多物质发生反应，如：3H2+NH2NH3Mg+NTMgN22氧气物理性质：纯净的氧气是一种没有颜色，没有气味，没有味道的气体，它的密度稍大于空气，氧气微溶于水，液态氧是淡蓝色物理常数熔点54.75K摩尔比热容(273.15K,0.101MPa):Cp29.33J/(molK)Cv20.96J/(molK)气体粘度(300K,0.101MPa)20.75X10-6PaS沸点90.188K汽化热6.8123kJ/mol化学性质氧气是最活泼的元素之一，除氦氖和氩等稀有气体和一些不活泼金属夕卜，氧能和所有的元素形成化合物，虽然在某些情况中甚至在高温中同分子氧难以达到直接化合，当氧与其他元素直接化合生成氧化物时，反应是放热的，生成的氧化物一般很稳定。同时，氧分子作为一种重要的配位体在生物内起着重要作用，除氧外，自然界还存在氧的两种同素异形体，即Q和Q。—氧化碳物理性质：一氧化碳是一种无色无味，无刺激性可燃烧的有毒气体物理常数熔点68.15K比热容(20C,0.l0lMPa)Cp1.0393kJ/kgKCv0.7443kJ/kgK气体粘度(273K,0.101MPa)16.62PaS沸点81.63K汽化热6.042kJ/mol化学性质由于CC分子是不饱和的亚稳分子，在化学上，就分解而言,CO是稳定的，但由于存在未被占有的反键轨道，易于被催化剂激活。在高温高压下，CO具有极高的化学活性，能和多种单质和化合物反应，具有较强的还原性。论证设计选定的厂址、交通、气候、地质条件：厂址选于湖南省郴州市永兴县城关镇西郊，距市区三公里，便江南岸，东径113005',北纬26008',地面平均海拔131m地势东低西高。交通便利，宽12m的水泥公路直达厂区。水电丰腴，便江江上、中游建有二座水电站，还有国家电网变电所输出3.5万伏供给，电源充足。厂内用引水达200m3/h,水质良好。常年为东南风和西北风，年均气温17C，相对湿度77%地震烈度7级。简要说明主辅车间的组成，工作制度以及水、电的供应装备。主车间主车间由除尘、脱硫、分子筛吸附、压缩、液化、提纯、贮存等工序组成，仪表接入工业用二氧化碳仪表集控室。辅车间辅车间由机修车间、动力车间、仪表车间等组成。工作制度车间员工9人，其中管理人员3人，普通职工实行三班倒制度。水、电的供应水、电由永氮公司统一供应调配。三废情况及环境保护的大体方案本工艺流程其本身因考虑环境因素，分离、提纯放空气气中的二氧化碳。因此工艺流程中产生的污染很少。排放物主要是洗涤塔废水及旧催化剂等，处理方案是：将洗涤塔废水经沉降后排放，废旧催化剂统一处理等。安全注意事项二氧化碳是无毒的，大气中低浓度的二氧化碳不会对人体造成直接危害，但是，高浓度的二氧化碳却是有害的，因此生产二氧化碳场所必须保持通风良好。进入密闭设备、容器和地沟等处，必先进行安全分析，确定是否合格，分析合格前不可擅自进入。进入高浓度二氧化碳场所进行检查修理工作前，应先抽风排气。分析不合格时，应戴上氧气呼吸器或长管面具，并要人监护。如果发现有人中毒，应该迅速将中毒者脱离毒区，吸氧。必要时用高压氧治疗。抢救人员应佩戴氧气呼吸或隔离式防毒面具。充装液体二氧化碳时，防止低温液体喷向人体，万一发生冻伤，立即用40C的温水浸泡。充装工作需有专人负责。充装人员应定期培训，考核合格才能上岗操作。严格执行充装重量复验制度，严禁过量充装。气瓶应定期检查，防止泄露，防止腐蚀。吸附剂装填时，进塔人员应穿戴好劳保用品，外部必须有人进行监护，以防不测，当塔内时可燃性气体和惰性气体时，严禁入塔，用新鲜空气置换合格后，才能进塔。在搬运、装填吸附剂的过程中，会产生很多粉尘，这些粉尘吸附剂本身均会刺激人的眼睛、鼻子、喉咙和皮肤，如果眼睛内含有粉尘时，可用足够的水冲洗，不能将吸附剂放入口中，决不能将水倒入吸附剂中，否则会引起灼烧。系统停车时，压缩机气缸夹套内水需放干净，所有冷却器夹套内的水要放干净。各岗位都要配备合适的消防器材。第二章工艺流程设计及设备论证一、设计论证逐步完善工艺流程生产原理本设计以合成氨脱碳工艺放空气为原料气，生产工业用二氧化碳，整个工艺流程共分八个工序，各个工序生产原理如下：1）原料气（二氧化碳）经过水冷器冷却后进入缓冲罐，经萝茨鼓风机提压至0.05Mpa左右进入复合洗涤塔，去除气体中夹带的MDE（A脱碳）溶剂，降温并脱除气味；2）从复合洗涤塔出来的气体进入氨冷器降温至25C左右分离出气体中的大部分水份，之后进入汽水分离器分进行汽水分离，3）从汽水分离器出来的气体进入CQ压缩机一级压缩至0.4Mpa左右，经一级冷却器、油分离器后进入压缩机二级压缩至1.3Mpa左右，经二级冷却器、油分离器后进入第一脱硫塔和第二脱硫塔，脱除大部H2S；4）从第二脱硫塔出来的气体进入第三脱硫塔。在活性碳的作用下吸附有机硫和微量的H2S；5）从第三脱硫塔出来的气体进入第四脱硫塔，在精脱硫剂的吸附下脱除微量的H2S和有机硫，使其达到工艺要求（总硫在20ppm以下）；6）从第四脱硫塔出来的气体进入CO压缩机三级压缩至3.3Mpa左右；7）经三级压缩的气体通过三级冷却器、油分离器冷却、分离，进入1号净化器或二号净化器，在3A分子筛干燥剂的作用下，脱除气体中的湿度水份，使气体中含水量小于20ppm。8）净化器出来的气体进入氨蒸发冷凝器被液化，然后进入提纯塔，经提纯闪蒸后的气体直接进入CO2低温贮槽或去充装槽罐车。工艺条件分析、选择洗涤塔和吸收塔液气比和吸收温度的选择填料塔是一种常见的湿法除尘设备，其特点是结构简单便于抗腐蚀性材料制造，压强小等特点，其原理是依靠液膜界面的完成粒抽集过程，同时吸收有害气体成分。洗涤塔与吸收塔均采用填料塔，其除尘效率与吸收效率和液气比与吸收温度有关。液气比大，则水量大，吸收温度低即吸收效率高，除尘效率高，但产品成本增加；相反，液气比小，水量小，吸收温度高，吸收效率低，除尘效率低，因此本设计考虑可循环利用水量，故取液气比1:219，吸收温度为30C与1：112吸收温度为25.9C。②脱硫塔的空速和温度选择一二级粗脱硫器的空速的选择同样也直接影响CO2的生产。空速小则脱硫器的生产能力低下，空速太大，则硫容减少，有机硫的转化率低，不能满足工艺要求，根据催化剂厂家提供的参数，选择空速为2500h-1，温度的选择对有机硫的脱除也有较大影响，该催化剂的正常操作温度为常温到100C（一般高于气体漏点温度为20-30C），因此温度为40-60C。四级脱硫器的空速和温度选择三四级脱硫所选用的催化剂为活性炭，选择空速取为1500h-1，温度低于70C，以10-40C为最好。料气干燥器工艺条件中分析选择原料气干燥是利用分子筛吸附的原理，将原料气中的水分脱除。分子筛吸附一般可分为三个步骤：吸附、加热再生和冷吹。可通过双塔切换操作来实现。吸附剂有多种，如：活性氧化铝，硅胶，沸石等，本设计采用硅胶吸附剂。吸收周期的确定，吸收周期的确定需根据吸附质吸附性能，加热冷却所需时间，能耗，投资等各种因素综合考虑，吸收周期长，吸附剂用量大，利用率低，投资高；吸收周期短，吸附剂用量小，但再生频繁，生产能耗高，吸附剂使用寿命短。鉴于此本设计的吸附周期选定为80小时，其中高燥时间8小时，逆放时间5分钟，加热时间3小时55分，冷却时间为3小时55分，升压时间为5分钟。再生温度的选择。再生温度是变温吸附中非常关键的参数。提吸附剂的再生温度有利于解吸的完全程度，也就是提高了吸附剂的利用率，但再实际操作过程中，再生温度不能任意提高，受吸附剂性能下降以至于失去吸附作用，所以选择的再生温度必须低于吸附剂耐热温度，硅胶吸附剂的耐热温度为250匚本设计再生温度为145C-150C。空速的选择，空速的选择也影响着吸附效果。空速小，则处理时间能力低下，空速太大，则吸附剂的吸附率低，不能满足工艺要求，根据硅胶的物性参数，选择空速为1000h-1。分子筛吸附工艺条件分析选择分子筛吸附是根据吸附量与吸附压力成正比，在较高压力下进行吸附。（压'由关系图可以看处出，压力越高，吸附量越大。但吸附量随压力升高而增大的趋势逐渐减小。因此吸附需在较高压力下进行，但也没必要很大的吸附压力，本设计选择3.0MPa左右。空速的选择，空速小则设备生产能力低；空速大，废气中CO含量高，CO的提取率下降，故选择空速1000h-i。再生方法的选择。吸附剂的再生程度影响吸附剂的吸附能力，本文选用升温还原的方法，当吸附塔降到大气压后，用电炉加热提纯塔放空气反向吹扫，以获得更好的再生效果。二、工艺流程叙述1）原料气（二氧化碳）经过水冷器冷却后进入缓冲罐，经萝茨鼓风机提压至0.05Mpa左右进入复合洗涤塔，去除气体中夹带的MDE（脱碳）溶剂，降温并脱除气味；2）从复合洗涤塔出来的气体进入氨冷器降温至25C左右分离出气体中的大部分水份，之后进入汽水分离器分进行汽水分离，3）从汽水分离器出来的气体进入CO压缩机一级压缩至0.4Mpa左右，经一级冷却器、油分离器后进入压缩机二级压缩至1.3Mpa左右，经二级冷却器、油分离器后进入第一脱硫塔和第二脱硫塔，脱除大部H?S;4）从第二脱硫塔出来的气体进入第三脱硫塔。在活性碳的作用下吸附有机硫和微量的HS;5）从第三脱硫塔出来的气体进入第四脱硫塔，在精脱硫剂的吸附下脱除微量的H2S和有机硫，使其达到工艺要求（总硫在20ppm以下）；6）从第四脱硫塔出来的气体进入CO压缩机三级压缩至3.3Mpa左右；7）经三级压缩的气体通过三级冷却器、油分离器冷却、分离，进入1号净化器或二号净化器，在3A分子筛干燥剂的作用下，脱除气体中的湿度水份，使气体中含水量小于20ppm8）净化器出来的气体进入氨蒸发冷凝器被液化，然后进入提纯塔，经提纯闪蒸后的气体直接进入CO低温贮槽或去充装槽罐车二、设备论证v一＞.除尘设备湿法除尘与干法除尘相比较，其优点有：（1）除尘效率周湿法除尘的效率可与某些高效率的干法除尘的效率相媲美如电除尘，过滤除尘等方法。其通过合理的设备结构设计可以达到99冲上的去除率，即使是效果不是很理想的湿法除尘设备，其除尘效率也都在85%U上。另外，其去除粉尘粒径的范围很广,可有效去除粒径在0.1mm左右的尘粒。设备构造简单，投资少湿法除尘的设备相对来说窑简单的多。将一些不规则的或规则的填料(如拉西环)装入一个容器即可构成一个简单的填料塔，就可用来除掉含尘气流中的大部分颗粒。另外，湿法除尘设备本身一般无可动部件，只要制造材料质量好，就不易发生故障，使得维修管理方便。适用于高温、高湿烟气及非纤维性粉尘的处理，可用于净化易燃，易爆及有害气体。这是由于洗涤液一般是水，而且是在常温下输入分散，在其与气体接触时，由于热交换的过程，使得含尘气体得到冷却，湿度增加。同时，含尘气体中的某些有害有毒气体如硫化氢,二氧化碳及易燃易爆气体如醇类、醚类等与水接触时，大量溶于水而被一起除去。湿法除尘的缺点：消耗大量的水，使得运转投资增加.虽然湿法除尘的基建投资少，如上面提到的三种除尘设备，但是它们最终的平运转费用和每立方米的总投资费用相当.这主要是因为湿法中用水带来的一系列问题所致。粉尘回收困难，造成有用粉尘资源的浪费。不利于粘性的粉尘去除.粘性的粉尘遇水易形成稠状而发生挂灰及堵塞设备现象。在严寒地区，冬季需考虑防冻问题。设备腐蚀问题。这类情况在湿法除尘中较为常见，因此采用湿法除尘时，应该考虑到设备腐蚀问题，如果考虑不周，则往往会引起设备严重腐蚀而迫使除尘系统难于正常运行。过程会造成水的二次污染，这也是当前湿法除尘存在的一个主要问题，如果对这些废水不做妥善处理就进行排放，就会造成污染物转移，即把烟气对大气的污染转化为对江河水系的污染。本设计选择湿法除尘的原因有：厂址选择在水电丰腴，气候湿暖的南方，故防冻问题及水投资费用影响较小；粉尘为非粘性的尘粒，且为有害杂质，故不须回收及考虑堵塞设备现象；原料中气体含有二氧化硫、硫化氢等杂质，采用湿法除尘可吸收这些有害杂质，这些有害杂质酸性气体含量较少，故设备腐蚀问题可适当考虑；对除尘过程中的废水，可经沉淀后排放。〈二〉.吸收装置1.板式塔和填料塔比较，列表如下项目板式塔填料塔

处理能力与操作弹性操作弹性大规整填料处理能力比板式塔大在真空和常压下为30%-50%新型散装填料处理能力也比板式塔周些。各块理论板压降约1KPa散装填料约为0.3Kpa规整填料约为0.15Kpa压降小是填料塔德的主要优点对腐蚀性物料的适用性必须用耐蚀材料制作，往往比较重或价格太高。易用陶瓷一类耐蚀材料制作较合小直径0.6mm以下较难制作很合适分离效率(HETP分离效率比较稳定，大塔效率会更周些。规整填料的HETP值比板式塔小，丝网的效率更周，新散装填料与板式塔相同。塔的检杳容易较困难，规整填料几乎不可能。易起泡沫物系较难，塔径、塔高均需较大值。比较合适该工艺过程中，吸收塔和洗涤塔采用填料塔的原因有：原料气中含有硫化氢，二氧化硫等酸性气体，对设备具有腐蚀性，而填料塔便于用耐腐蚀性材料制造；填料塔节约简便，占地面积小，金属耗量少；该工艺过程中对除尘要求不是很高，采用填料塔可满足要求。填料塔中采用耐腐蚀的瓷拉西环作填料，其特性指标如下：填料尺寸Arn/m3r.1/m3乱堆瓷拉西环50X50X4.5930.816000脱硫催化剂干法脱硫中传统的催化剂有：氧化锌，氧化铁,活性碳等上匕较其性能，列于下表中：j'-催化剂种类性能活性碳氧化铁氧化锌能够脱除的硫化物HSRSHCS、COSHSRSHCOSHS、RSHCS、COS净化度，出口总硫v1v1v1———::、脱硫温度「C)常温m/nn340400350400操作压力(atm)俵)030030050空时400400硫容量21525再生情况可用蒸汽再生可用蒸汽再生不再生新性的催化剂有：T504型常温有机硫水解催化剂，T101,T102,T103型活性碳精脱硫剂,EAC-4型硫化氢,二氧化硫精脱硫剂。a.T104型催化剂有以下特点：常温下活性好30C，空速600h-1,C0S转化率〉90%;抗硫化氢及二氧化硫中毒能力强,使用寿命长；机械强度好，遇水不粉化，床层阻力小.b.EAC系列精脱硫剂有以下特点：脱硫精度高普通脱硫精度为出口硫化氢vl.Oppm,用于粗脱,而EAC精脱硫剂脱硫精度为出口硫化氢V0.03ppm.反应速度快研究表明,EAC的穿透空速是普通脱硫剂的2-4倍，工业使用时，普通脱硫剂使用空速是200-500h-i左右.精脱硫剂的工作(穿透)硫容高研究表明,EAC型精脱硫剂工作硫容为其它常温脱硫剂的3-5倍,EAC-4型解决了在常温下精脱二氧化硫的难题，其硫容可达10%.对有机硫有一定的脱除作用本设计中，预处理器和三级脱硫塔采用EAC-4型精脱硫剂，其性能指标列于下表：精脱硫剂外观粒度堆密度(g/ml)比表面积(m/g)孑L容(ml/g)空隙率EAC-4型黑色条形4(3-4)X(5-15)06±).1>8000.60.41二级脱硫塔采用T504型常温有机硫催化剂，其性能列于下表中主要成份外观粒度(mm堆密度(g/ml)比表面积(nVg)空隙率AI2Q加特种添加剂白色球状颗粒4560.71.01503500.35吸附分离设备工业上分离提纯CO的方法有低温蒸馏法，膜分离法，溶剂吸收法低温蒸馏法本法由于设备庞大，能耗较高，分离效果差，因而成本较高不适应于中小规模生产一般适用于油田开采现场，生产无硫CO产品直接注入油井以提高采油率。分离和溶剂吸收法膜分离法具有装置简单，操作简单，能耗较低等优点，是当今世界上发展较迅速的一项节能型气体分离技术.但是膜分离法的缺点是很难得到高纯度的CO,为了得到高纯度的CO,它必须与溶剂吸收法结合起来，前者用于粗分离，后者做精分离，工艺极其复杂分子筛吸附法分子筛吸附法具有工艺过程简单，能耗低，适应能力强，自动化程度高，技术先进，经济合理等优点。CO在物理吸附剂上表现出与其他气体具有更强的吸附能力，变压吸附法就是利用这种吸附能力的差异达到从混合气体中分离提纯不同纯度的CO的目的。CQ提纯装置本文设计提纯的目的是从CO中除去易挥发组分NG、CO等杂质。NQ、CO与CO的相对挥发度较高，本文利用精馏法来提纯CO。提纯装置中采用精密填料，为了克服散堆填料层中由于空隙率不均匀而造成的液相壁流现象和沟流现象，规定了气液流径，改善了填料层内气液分布状况在很低的压降下，可以提供更多的比表面积，使得处理能力和传质性能得到较大程度的提高。本设计采用压延制刺孔板浓缩填料。本填料由于金属表面辗压有十分密集的微小刺孔，增强了填料表面的毛细作用，液体充分湿润构成成膜，刺又强化液膜的湍动，利于液膜表面更新，这种填料有很好的分离效率。

第三章物料衡算一、衡算依据年产量工业用CQ10000吨;年工作日300天；CO?的提取率为86%；产品质量标准：组成h2sSO2有机硫H2ONOx含量Qmg/Nm3电mg/Nm3O.5mg/Nm3<30ppmWppm组成O2N2COCO2含量0ppm<20ppm<10ppm为9.99%为5.原料气组成:组成COCO2N2O2SO2含量1.82%86%10%23%50mg/Nm3组成NOxH2SCS2COS粉尘含量20mg/Nm3500mg/Nm30.97mg/Nm3200mg/Nm350mg/Nm3原料气水洗工序放空气出口温度：常温放空气出口压力：30-40mm水柱放空气出洗涤塔温度：v30C放空气出洗涤塔含尘量：v5mg/Nm3放空气出吸收塔H?S含量：v500ppm原料气压缩、预处理工序预处理器出口无机硫含量：v500ppm一级脱硫器进口气体温度：v35C三级脱硫出口转化率取90%99%四级脱硫器出口：总硫v0.2ppm提纯塔进口CO?含量为86%(v/v),塔顶CO?含量为95%(v/v),塔釜CO?含量为99.0%(v/v)；置换气放空CO2含量为45%(v/v),N2含量为52%(v/v),其余为3%(v/v)；10-废气、顺放气CO?含量为20%(v/v)；11.缓冲罐、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。二、总系统的物料衡算原料气用量的计算(即至气流量)产品组分提取率(％=产品流量X产品中产品组分含量/(原料流量X原料中产品含量)X100%60%=1400X1000七20吃4T.976X99.99%/(XX40%X100%(式中101.33kPa,273K下CO的密度为1.976Kg/m3)解的X=3843.485nm/hr=1.068nm3/s进入100#工序的各组分的mol流量以CO为例，摩尔流量计算方法如下：3ns.CO=1.068X10X40%/22.4=19.071mol/s单位：mol/sCQCONbQSQNOCSHbSCOS19.0710.95426.2231.4318.34X1Q45.62X10-41.36X10-53.14X10-33.56X10-347.687三洗涤工序洗涤塔进水25C进:气体进口80C气体进口80C出水30C取该设备的用水量5.13L/S（液气比1:219，吸收温度为30C）该过程对粉尘的吸收率为60%吸收的量为（1.068>50-出水30C!排污—1一/取该设备的用水量5.13L/S区Li：1「须9,吸收温度为30C）37.38）00%=9.612mg/s,余量为1.068X50-37.38-9.612=6.408mg/s对CO的吸收：洗涤塔的出口温度为30C（计算见热量衡算）查得CO在该温度下的溶解度为0.4204ml/ml（水）吸收CO的量为:5.13X）.4204/22.4=0.096mol/s进洗涤塔后CO的余量为19.071-0.096=18.975mol/s对出塔后水蒸汽的夹带量（每秒的量）查得该温度下水蒸汽的饱和分压为4.2474kPa4.2474/101.325=nH2（/（47.591+nH2Onhzo/.O^。1式中:47.687为干基流量速度.为进口气体流量-吸收掉CO量即47.687-0.096=47.591mol/s对SO吸收以平均每秒的量为计算）根据亨利公式P=EX查得该温度下SO的亨利系数为4.85xiO6Pa则有101325xnso2余/(47.591+2.09)=4.85乂1。6乂跖2⑴再根据摩尔量守恒八nSQ2余广5.13X000/18XXsq2=8.34X。(2)联合(1)、(2)解得气相中nsQ2余)为7.45x0-4mol其余的组份可参见进口的流速。四.脱硫脱水工序一二粗级脱硫T504型常温有机硫水解催化剂反应原理：Cqs+2Hs===H2s+Cq2△H=-355KJ/molCQS勺转化率为90%）Cs2+2H2q===2H2s+Cq2空速为200-300h-1TOC\o"1-5"\h\z计算吸收后余量22二级脱硫塔工有三层，每层的CQS转化率为91%CQS勺剩余量3.56X10-3X（1-90%）3=3.56X0-6CS的转化率为60%则剩余为_-5—,3-7——1.36X10-5X（1-60%）3=8.70X10-7mol刀有机S“=（3.56X0-6+8.70X0-7）mol有机S“（余）°7（余）含量：（3.56X0-6+8.70X10-7）/52.63=0.084X0-8v0.1PPM过程中所产生的组分增量：（平均每秒的量）弋了-3弋了-4弋了-3nH2s（增fos耗）+2F!CS2（耗）=3.56X0+L56x0=3.72x0三四级脱硫反应原理H2s+1/2Q2===s+H2Q△H=-343.0KJ/mol采用EAC-4型HS,SQ精脱硫剂，其技术指标：脱硫精度出口：H.SO.03PPMSQ2O.05PPM空速：HS,SQ<l0mgs/Nnh时空速取1000h-1HSSQ》0mgs/Nm时空速取500-800h-1计算"S吸收的量取H2S出口:0.025PPM,即1.228X0-6则吸收的"，的量为_3_6_6_33.72X10-3+0.03X52.63X10-6-1.228X10-6=3.72X10-3mol注：原料压缩机出口含H2S0.03X52.63X10-6mol二级脱硫出口增加H2S3.72x10-3mol三级脱硫出口含H2S1.228x10-6molnH2c增加量=nH2s耗=3.72X0mOl原料干燥器采用硅胶干燥剂出口HQP0PPM取出口fQ(g)为15PPM即7.368X0-4mol则吸收的水量为皿佃=0.3443-3.72X0-3+3.72X10-3-7.368X0-4=0.3436mol2。(U吸)2)工序后各组分流量单位mol/s18.7710.95426.2231.4311.97X0-61CSCOSHO1.228X10-68.70X10-73.56X10-67.368X10-447.380五.从原料压缩机入口至提纯塔的物料衡算计算进入循环到原料压缩机入口的置换气设X为废气和弛放气的总的流量(平均每秒)。其组成为：C0212%，N82%，其余约6%设丫为置换气每秒的放空量(从吸附塔到原料压缩机)。其组成为：C0278%，219%,其余约3%根据CO守恒列出方程：XX12%+Y78%+11.443=18.771(1)根据整体总的摩尔量守恒：X+Y+11.443=47.380(2)解得X=31.368,Y=4.569即置换气有4.569mol放空,另有4.569mol进入原料压缩机入口。计算提纯的进口和塔顶流量根据CO守恒得：F>95%=W09.99%+[>90%根据总系统的守恒得：F=W+D解得:D=11.420,F=22.863,w=11.443塔釜出口标准即产品的标准。第四章热量衡算-.洗涤塔计算依据气体出口温度不超过40C,该塔40C。气体温度进入塔时温度为80C。计算(平均每秒的热量)设水的进口温度为25T，水的出口温度为30C。则气体放出的热量：a.降低所放出的热Q4%(353阡乩％(3怦)=(80-25)X(19.071X38.31+0.954X29.26+26.223X29.17+1.431X29.57)/10〔(40-25)XJ19.071X37.48+0.954X29.20+26.223X29.14+1.431X29.44)/103=86.12kJb.夹带的水蒸气部分冷凝所放出的汽化潜热Q?=A^暴80句-△八只(40句+Q潜部分30C时的水蒸汽夹带量为2.09mol式中Q潜部分=2.44molX18g/molX2435.0kj/irnolX10--2.09molX18g/mol>2423.7kj/gX10-3*刀=15.77kj△tnC(80C)-AtnC(40C)=(80-25)nC(80C)-(40-25)nC(40C)所以：Q1ipmi',2ipm'''1ipmi'''1ipm''"总放=86.12+15.77=101.89KJ根据Q吸=Qm5.13kgX0.95X4.174KJ/(kg.C)X(t-25)C=101.89KJt=30C=30C即假设成立。热负荷上限该塔上限是因前面窑气达到上限温度370C时,文丘里的出口温度为51C，此时夹带的蒸汽量较大，冷却时水温将升高到t:此时t'必须小于洗涤塔气体出口温度，即t'0C.Q放上限=Q温降+Q潜热Q温降=86-12kJ当t'35C时计算得：Q'=7.03X8>2375.76/100-4.41X8>2405.62/100=109.67KJ此时Q吸=5.13>1-0.05)X4.174X(35-25)=203.42KJQ放总=86.12+109.67=195.79<Q吸即5J3L/S工业水的用量满足热负荷上限..原料气压缩热量恒算依据压缩机入口的温度为25C,即298K。计算得各组分的平均Gm=33.198J/molK,Cv=24.884J/molK。2-根据t2=t1(p2/p1)k-1/kK=Cp/Cv=1.334，则(K-1)/K=0.25一段压缩进口温度为298K压力为101.325Kpa(绝)，出口压力为278Kpa,水的出口温度为33C，查的水的平均比热容为4.182KJ/(Kg「C11=298X(278/101.325)0.26=387.4K冷料损失为5%Mh2oX4.182X(33-25)X0.95=33.198X49.123X(387.4-303)M：；=4.33Kg/SV=m/p=4.331/0.998=4.34L/S二段压缩进口温度为303K压力为278Kpa(绝)，出口压力为787.815Kpa(绝)，水的出口温度为33C压缩机的出口温度：t2=303X(787.815/278)0.26=397.25K冷料损失为5%Mh2oX4.182X(33-25)X0.95=33.198X49.123X(397-303)M：：O=4.82Kg/SV2=m/p=4.83L/S一二级粗脱硫进入二级脱硫时的温度为80CCOS+2HHHS+COM=-35.5KJ/mol在二级时放出的热Q=-nM=3.56X10--X35.5=0.1264KJ=126.4JnCPmi=49.123X33.198Xjt=126.4,解得At=0.08C即二级脱硫出口温度为80.08C二级脱硫后冷却器使气体冷却到35C,水的出口温度为33C,冷料损失5%Mh2ox4.179x(33-25)X0.95=33.198X49.123X(80.117-35)MH2o=2.31Kg/SV=m/p=2.32L/SH2°产品气压缩热量衡算依据进入压缩机得的三段出口压力分别为0.388Mpa,1.39Mpa,4.1Mpa压缩机进口压强仍为0.1Mpa。结合物料衡算中的数据计算出气体的平均CPm=38.0J/molK,C=29.69J/molKt2=t1(p2/p1)(k-1)/kpm式中k=Cp/CV=1.28(k-1)/k=(1.28-1)/1.28=0.2187①一级压缩进口温度为298K压强为0.1Mpa(绝)出口的压强为0.388Mpa(绝)11=298X(0.388/0.1)0.21875=400k'一级压缩后冷却器使气体冷却到313K进入产品气压缩机的物质的量为22.863,水出口温度为33CX38.0X(400-313)=mH2O*(33-25)X0.95X4.179mH2O=2.38kg/sVH2o=2.38/0.998=2.385L/S压缩机进口温度为313K,压强0.388MFK绝)出口压强为1.39MR(绝)12=303X(1.39/0.388)0.21875=400K二级压缩后冷却器使气体)令却到308K，水的出口温度为33C,22.863x38.0x(400-308)=mHWXO(33-25)X0.95X4.179mHWO=2.517kg/sVh'O=2.517/0.998=2.522L/SHW°三级压缩进口温度为303K压强为1.39MR,出口压强为4.1MR\0.2187513=303X(4.1/1.39)0.21875=383.9K,三级压缩后令却器使气体令却到313K,水的出口温度为33C,X38.0X(383.9-313)=mHWX°(33-25)X0.95X4.179mHWO=1.890kg/sVH2O=1.890/0.998=1.894L/S™°质。七.提纯塔：提纯塔的塔顶压力为3.8MPa(绝)tD=-3C塔釜压力为4.0MFa(绝)tw=-「C在这样的压强下，CO是以液态的形式存在，其余都为气相或溶于液态CO中Gm(CO2)(-10CT_3。(L)=2.394KJGOMrC)(L)=2475KjCpO(-"_3C)(g)=29.13j/mol再沸器提供的热量即为塔内热量的增值Hq(=(MC?Z△+NCp*勺顶+(MC*t)釜=[11.443X44X103>2.394X(3+10)+11.443X29.13X10-X-3+10)]+11.443X44X10-X2.475X(-1+10)=19.886KJ再沸器的热源是由出干燥气体利用自身的温降为塔釜提供的。该气体含CO95%总量为22.863MOICpm=36.85J/MoINCpm4=19886X36.85X4=198864=23.6。C即从40。C降到16.4。C0八.氨冷器3.9MPa下CO5C-16.4CCpm(CO2=1.56KJ/KgCO-10。C-5。C四*Cpm^(p=2.334KJ/Kg2-20。C-16.4。CCpmN=1.CO的汽化潜热574KJ/KgNH的汽化潜热574KJ/Kg经过氨冷器时气体温度由16.4。C—10。C,其中CO由气相变液相3Q=(cO2(16.45C)+Qo2潜+Q°o2(5A-10C)+Q2(16.4~10C)°=22.863X0.95X44X1.56X(16.4-5)X10-3+574X22.863X0.95X44X10-3+22.863X0.95X44X2.334X[5-(-10)]X10-3+11.420X0.05X28X1.1335X10-3=599.49KJ氨的用量：根据mX=Qm=599.49/1373=0.4366Kg/S=1572Kg/Hr第五章工艺设备选型、换热器选型本设计以产品压缩机一级冷却为例密度Kg/m3比热容KJ/Kg.K粘度Pa导热系数KJ/m.C气体4.810.91217.8X1050.2166水9964.1810.84160.6139①气体从127C—40CVs=18.771/0.9999X44/4.81=0.172m/s工业水33CT5C△=94°CZt=15E2iQ=WhCph(T1-T2)=18.771X44X0.912X(l27-40)=65532WWc=Q/[Cp(ti-t2)]=65532/[4.181X(33-25)]=1959Kg/s△尸(△,-ZtJ/In(N2=(94-15)/In(94/15)=43.1CP=(t2-t1)/(T1-t1)=(33-25)/(127-25)=0.0784R=(T「T2)/(t2-t1)=(127-40)/(33-25)=10.875查得△护0.93,伽=43.1X0.93=40.1C.初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K=95.4W/(m<C)故S=Q/(K.Ztm)=65532/(95.4X40.1)=17.13mi由于Tm-tm=(127+40)/2-(33+25)/2=54.5C>50C,因此需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339)中选定固定板式换热器(JB/T4715-92)，有关参数如下：壳径mm公称压强MPa公称面积m2管程数3254.0017.11管子尺寸mm管子长度m管子总数管程流通面积m©19X23990.0175实际传热面积Sc=nndl=99X3.14X0.019X;3-0.1)=17.13m若采用此传热面积的换热器，则要求总传热系数为95.4W/(m2.C)核算压强降⑴管程压强降XZP=(AP1+AP2)FtM其中Ft=1.4，N：=2。管程流通面积A=0.0175m2ui=Vs/A=0.172/0.0175=9.8286Fe=dUjPp=0.02X9.8286X4.81/(17.80X0-6)=5.31X104(湍流)设管壁粗糙度=0.1mm，/di=0.1/20=0.005由尼Re关联图查得：入=0.022所以AA^XL/du2/2=0.022X3/0.02X4.81X9.82862/2=767Pa22△P2=3pu/2=3X4.81X9.8286/2=697PaEAA=(767+697)X1.4X2=4099.2Pa壳程压强降EZPc=(Ap「AR'FsN.其中CFs=1.15,Ns=/△v=Ffonc(NB+1)pU0/2nc=1.19n,2=1.19X991/2T2取折流挡板间距h=0.3mNN=L/h-1=3/0.3-1=92壳程流通面积A=h(D-ncd0)=0.3X(0.325-12X0.025)=0.0075mU0=2.38/(996X0.0075)=0.3186m/sRe=d0U0p/尸0.025X0.3186X996/(0.8416X10-)=9426>500f0=5.0XR。228=5.0X9426,0.228=0.621所以Ap1J0.4X0.621X12X9+1)X996X).31862/2=1507PaAp2‘=NB(3.5-2h/D)pU02/2=9X0.5-2X0.30/0.325)X996XD.3186F/2=752PaEZPo=(1507+752)X1.15xl=2598Pa核算总传热面积管程对流传热系数气Re=5.31X04Pr=CPp/H0.912X103X17.80Xi0-6/0.2166=0.749a=0.023>0.2166/0.02X(5.31X104)0.8X管程对流传热系数a0O0=0.36(〃de)(deUoP/")0.55(GM入)1/3(M脚)0.14取换热器列管之中心距t=32mmA=hD(1-d0/t)=0.30X0.325X(1-0.020/0.022)=0.00886mfU0=Vs/A=2.38/(996X0.00886)=0.2697de=4(t2-冗do2/4)/(nd。2)=4X(0.0222-n>.0202/4)/(n>.020)=0.011mRe=deu。Pp=0.011X0.2697X996X103/0.8416=3511°°Pr=GM"=4.181>03>0.8416X10-3/0.6139=5.732壳程中水被加热，取(叮G0.14=1.0500=0.36>0.6139/0.02X35110.55X5.732i/3>.05=1851w/(m「C)污垢热阻参见w化工原理》上附录二十，管内、外侧污垢热阻分别为R=0.0001714mCwRso=0.0001714m2「Cw总传热系数KO(管壁热阻可忽略Ko=1/[1/a+Rs0+Rs,do/d+d。/(ad.)]=1/(1/1851+0.0001714+0.0001714X1.25+1/167.7X1.25)=119.3w/(mC)由前面得计算可知，选用该型号换热器时要求过程得总传热系数为95.4w/(m「C)在规定德望流动条件下，计算出K。为119.3w/(m「C。故前选择得换热器是合适的，安全系数为(119.3-95.4)/95.4X100%=25.1%、其它冷却器选型1.原料气压缩机后一级冷却F表为原料气压缩机进口组成：单位mol/sCOCO2O19.3230.95429.9951.43151.703查得气体平均温度（116+32）/2=74C下的各气体Gm,列表如下：单位KJ/KmolCOCOQBCpm38.3929.2829.1829.5832.64热流体116cT32c冷流体27C—20C△8912Q=WPh(T1-T2)=51.703X32.64X(116-32)=141757W逆流时平均温差为：(按单壳程、多管程进行计算)△m=(Zt2-△1)/ln(△?/=(89-12)/In(89/12)=38.4CP=(t2-t.)/(T.-11)=(27-20)/(116-20)=0.073R=(T-T2)/(t2-11)=(116-32)/(27-20)=12查得2=0.85△m=4m壮=38.4>0.85=32.6C假设K=67.4S=Q/(K4)=141757/(67.4X32.6)=64.5m2Tm-tm=(116+32)/2-(27+20)/2=50.5C>50C因此要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339)中选定固定板式换热器，有关参数见下：壳径mm400管子尺寸mm©20X2公称压强MPa[4.00管长m2公称面积m61.3管子总数174管程数1管子排列方法:正方形斜转45°管程流通面积m0.0307实际传热面积Sc=nTtdL=174X3.14X).020X&0.1)=64.47m2采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为67.4w/(mC。原料压缩机后二级冷却器热流体124C-30C冷流体27C—20C△2=97C41=10CQ=WCh(T「T2)=51.703X32.64X(124-30)=158633W按单壳程多管程来计算平均温度差为=(Zt-4)/|n(4/Zt)=(97-10)/In(97/10)=38.3Cm''211'21P=(t2-t1)/(T「11)=(27-20)/(124-20)=0.067R=(T1-T2)/(t2-t1)=(124-30)/(27-20)=13.43查得©A=0.88m=4m'2=38.3>0.88=33.7假设&73”贝US=Q/(K4d=158633/(73X33.7)=64.52Tmtm=(124+30)/2-(27+20)/2=53.5C>50C壳径mm400管子尺寸mm20XZ公称压强MPa4.00管长m6公称面积m61.3管子总数174管程数1管子排列方法正方形斜转45°实际传热面积Sc=nTtdL=174X3.14X).020X&0.1)=64.5m采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为73.0(m「c。因此需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339)中选定固定板式换热器，有关参数见下：3.一二级粗脱硫后冷却器热流体80.12C-30C冷流体27C—20C△2=53.12C△.=10°CQ=Wph(T1-T2)=51.703X32.64x(30.12-30)=84582W逆流时平均温差为：(按单壳程、多管程进行计算)m=(Zt2-A)/%△/'=(53.12-10)/1n(53.12/10)=25.82CP=(t2-t1)/(T1-11)=(30-20)/(80-20)=0.167R=(0-T2)/(t2-td=(50.12-20)/(27-20)=4.3查得©A=0.94m=4m(4=25.82X0.94=24.27C假设K=76.9S=Q/(K4)=84582/(76.9X24.27)=45.3m2Tm-tm=(80.12+30)/2-(27+20)/2=35Cv50C因此不需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339)中选定固定板式换热器，有关参数见下：壳径mm40管子尺寸mm©20X2公称压强MPa4.00管长m4.5、十」十2公称面积m43.1管子总数164管程数2管子排列方法正方形斜转45°实际传热面积S0=nndL=164X3.14X0.020—(4.5-1)=45.3m2采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为76.9w/(mC。产品气压缩机后二段冷却器热流体127C-40C冷流体27C—20C△2=100C川1=20CQ=WAh(T1-T2)=18.771X44X3.912X(127-40)=65532W按单壳程多管程来计算平均温度差为m=(Zt2-Z1)/|n(△?/△”=(100-20)/In(100/20)=49.7CP=(t2-t1)/(T「11)=(27-20)/(127-20)=0.065R=(T「”([-，)=(127-40)/(27-20)=12.43查得z=0.87m=Z仃也=49.7X0.87=43.2假设K=99.8W/(mC)则S=Q/(KZ"=65532/(99.8X43.2)=15.2m2Tm-tm=(127+40)/2-(27+20)/2=59.5C>50C因此需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339)中选定固定板式换热器，有关参数见下：壳径mm325管子尺寸mm©19X2公称压强MPa4.00管长m3实际传热面积So=nnlL=88X3.14X).019x(3-0.1)=15.2m公称面积m15.2管子总数88管程数2管子排列方法:止方形斜转45°采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为99.8w/(m「C。产品气压缩机后三段冷却器热流体111C-30C冷流体27C—20C△2=83CA=10CQ=WCA(T1-T2)=18.771X44X0.912X(110-30)=60259W按单壳程多管程来计算平均温度差为=(Zt-4)/ln(4Zt)=(83-10)/In(83/10)=34.5Cm211111P=(t-t)/(T-t)=(27-20)/(111-20)=0.0772111R=(T1-T2)/(t2-t1)=(111-30)/(27-20)=11.57查得'©A=0.84'n=Ztm'•壮=34.5X).84=28.98假设K=121.62贝US=Q/(K4“=60259/(121.6>28.98)=17.1mTm-tm=(111+30)/2-(27+20)/2=47Cv50C壳径mm325管子尺寸mm19X公称压强MPa4.00管长m3公称面积m17.1管子总数99管程数1管子排列方法止方形斜转45°际传热面积S=nnlL=99X3.14X）.019x（3-0.1）=17.1m采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为121.6w/（mC。因此不需要考虑热补偿，据此由换热器系列标准（参见《化工工艺设计手册》下4-339）中选定固定板式换热器，有关参数见下:三、提纯塔设备选型选型依据本设计将CO作为重组分，其含量为95%其余的组分为轻组分。且依据N的性质来作近似计算，因此进料中可看成相N的含量为5%平衡方程的确立塔顶的压力为3.8MPa（绝）tD=-3c塔釜的压力为4.0MPa（绝）进口tw=-1C温度为-10C可取塔顶、塔釜平均压力P=3.9MPa（绝）根据lg（PVD/PVD）=VL（P-Pvd）/（189T）查得FV&CQ）=3.33MPaVL=1.029dm7kg=45.285cm2/molT=273.15-2=271.15k将数据代入上式得Ig(Rd73.33)=45.285X(38.49-32.865”(189>271.15)解得R/D‘=3.368MPaP(N)=P-PvD=3.9-3.368=0.532MPaa=P(N2)/0.05/Pvd=0.532/0.05/3.33=3.2将a代入相平衡方程yn=oc41+(a-1)xn=3.2x』(1+2.2xm)也可以转化为xfy"(3.2-2.2ym)操作线方程得确立-2C时CO的汽化热240.916kJ/kg-6C时CO(I)的6(CQ)=2.33kJ/(kgk)又因为在这个压强下，CCb的泡点温度为-2C所以q=(2.33>(-2C)-(-10C)]+240.96}/240.96=1.077操作线方程ym+=L'x』(L'-W)-WxV(L'-W)式中L'=L+qF=0+qF将数据代入并整理得ym+=1.8647xm-8.2415>0-5ym+=1.8647xmr8.2415X0-5Xfy"(3.2-2.2yd10.0520.093150.031130.05790.0188540.035060.0112250.020850.00661260.0122470.0038670.00711470.00223480.00408380.00127990.0023040.0007211100.0012623I0.0003948110.00065380.0002044120.00029870.00009337v1X104Et=0.49(a"245查得p=109.02X10-3MPaS即Et=0.49(al)『45=0.49>3.2X109.2X10-3)-0.245=0.634Np=N/Et=12/0.634=18.9取NN=19(包括再沸器)本塔中填料选用金属压延刺孔板波纹填料，其各项参数见下表参数型号、波高hm波距2Bmm板厚mm盘高Hmm倾角0开孔(止方形)mnXmm孔间距mm比表面积am/m3534(4.5)m』l4.514.30.15145°0.4X0.41