【文章內(nèi)容簡(jiǎn)介】 a進(jìn)入無硫甲醇閃蒸罐V1603進(jìn)行閃蒸分離。 Nm3/h（15590 Kg/h），℃、 MPa的狀態(tài)下送往液氮洗裝置作進(jìn)一步精制處理。 (1) 采取多項(xiàng)措施保證系統(tǒng)甲醇中更低水含量 ，使得近吸收塔之前的甲醇水分離罐溫度更合理，減少原料氣帶入主系統(tǒng)水量。，同樣減少原料氣帶入主系統(tǒng)水量。，如塔板數(shù)、塔徑、再沸器傳熱面積，換熱器傳熱面積等，保證甲醇和水的分離效果。，特別是塔頂甲醇的加入量。，減少甲醇水分離罐帶入甲醇水分離塔的氣體量，減輕塔的操作負(fù)荷。，使得裝置在不停車和不損失甲醇的情況下逐步降低水含量。(2) 對(duì)系統(tǒng)的換熱網(wǎng)絡(luò)進(jìn)行合理匹配系統(tǒng)的能耗更加合理，系統(tǒng)補(bǔ)冷更加合理，冷耗更少。(3) 選擇合適的工藝操作條件，減少氣提氮用量(4) 減少換熱器結(jié)垢，提高換熱器的傳熱效果采用多種類型換熱設(shè)備相結(jié)合的方法，同時(shí)選擇適宜的部位設(shè)置不同規(guī)格和型式的過濾器，減少換熱器結(jié)垢，提高換熱器的傳熱效果。同時(shí)結(jié)垢在各塔塔板上也減少了，提高了傳質(zhì)效果。(5) 選材合理，減少投資在裝置不同設(shè)備用材選擇上結(jié)合國(guó)內(nèi)外市場(chǎng)及工程進(jìn)度要求情況，選擇更為合理，減少裝置總投資。(6) 運(yùn)行經(jīng)濟(jì)性好低溫甲醇洗裝置與液氮洗裝置聯(lián)合使用，不僅可以回收利用液氮洗裝置的冷量，還可以作為液氮洗裝置的預(yù)冷階段，顯得更為經(jīng)濟(jì)合理。 煤的性質(zhì)對(duì)氣化過程有很大影響。如煤的熱穩(wěn)定性和粘結(jié)性。但影響較大的還是煤的變質(zhì)程度和煤灰粘溫特性。煤的變質(zhì)程度影響著煤的反應(yīng)活性，變質(zhì)程度低的反應(yīng)活性較高，變質(zhì)程度高的反應(yīng)活性較低。在水煤漿氣化這種氣流床的流動(dòng)方式中，煤與氣體的接觸時(shí)間很短。所以要求煤有較高的反應(yīng)性能。當(dāng)然，如果某種煤的反應(yīng)性較差，可以由粒度來彌補(bǔ)，粒度越小，反應(yīng)速度越快，但過細(xì)的粒度會(huì)影響煤漿的濃度。煤漿的粘溫特性是指熔融態(tài)的煤灰，在不同溫度下的流動(dòng)特性，一般用熔融態(tài)煤灰的粘度來表示。在水煤漿加壓氣化中，為了保證煤灰以液態(tài)形式排出，煤灰的粘溫特性是確定氣化操作溫度的主要依據(jù)，為使煤灰從氣化爐中順利排出，熔融態(tài)煤灰粘度以不超過250厘泊爾為宜。 水煤漿氣化工藝的一個(gè)特點(diǎn)是高于煤灰熔點(diǎn)之上進(jìn)行氣化，煤灰熔點(diǎn)高，氣化爐操作溫度就要提高，氣化溫度提高，對(duì)耐火材料的要求就更加嚴(yán)格。而對(duì)于現(xiàn)有的耐火材料來說，氣化溫度過高，爐內(nèi)介質(zhì)對(duì)耐火材料的腐蝕就會(huì)加劇。從而使耐火材料的壽命大大縮短。所以為使氣化爐在一個(gè)合適的溫度下進(jìn)行氣化，就要想辦法降低煤的灰熔點(diǎn)。現(xiàn)有的方法就是添加助熔劑。在水煤漿中加入石灰石能改善灰渣的粘溫特性，使液態(tài)灰渣粘度降低。但是當(dāng)石灰石的添加量超過一定量時(shí)，熔渣順利流動(dòng)的范圍反而縮小，熔渣粘度將隨添加量的增加而增加，所以，石灰石的添加量也不宜過多，應(yīng)根據(jù)不同煤種經(jīng)實(shí)驗(yàn)后確定其添加量。 隨著氧碳比的增加，將有較多的煤與氧發(fā)生燃燒反應(yīng)，放出較多的熱量，氣化爐溫度隨著升高，所以氣化溫度隨氧碳比的加而增加，同時(shí)，碳轉(zhuǎn)化率也隨著氧碳比的增加而增加，直至達(dá)到最大值（接近100％）。而隨著氧碳比的增加，氣化效率先是增加到一定數(shù)值，然后卻開始降低，這是由于過量的氧氣進(jìn)入氣化爐，導(dǎo)致CO2含量的增加，使有效氣體成份下降，從而使得氣化效率降低。 對(duì)于給定的氧碳比，氣化爐溫度隨著煤漿濃度的降低而降低。煤漿濃度過高時(shí)，粘度急劇增加，流動(dòng)性變差，不利輸送和霧化，同時(shí)由于煤漿為粗分散的懸浮體系，存在著分散固體重力作用，而引起沉降的問題，因此水煤漿濃度過高時(shí)，易發(fā)生分層現(xiàn)象。故煤漿濃度也不能太高，原則是保證不沉降，流動(dòng)性能好，粘度小的條件下盡可能提高水煤漿濃度。 提高氣化爐的溫度，有利于反應(yīng)的進(jìn)行，降低CH4的含量，改善出口氣中有效氣體的組成，提高碳轉(zhuǎn)化率。但會(huì)導(dǎo)致CO2含量升高。另外，氣化溫度過高，將對(duì)耐火材料腐蝕加劇，影響或縮短了耐火材料的壽命，甚至燒壞耐火襯里。氣化溫度的選擇原則是在保證液態(tài)排渣的前提下，盡可能維持較低的操作溫度。由于煤種不同，操作溫度也不同，工業(yè)生產(chǎn)中，一般為1300～1500℃。 氣化反應(yīng)是體積增大的反應(yīng)，提高壓力對(duì)化學(xué)平衡不利，但生產(chǎn)中普遍采用加壓操作，這是因?yàn)椋? 氣化加壓增加了反應(yīng)物的濃度，加快了反應(yīng)的速度，提高了氣化效率；加壓氣化有利于提高水煤漿的霧化質(zhì)量。加壓下氣體體積縮小，可降低動(dòng)力消耗，在產(chǎn)氣量不變的條件下，可減少設(shè)備體積，縮小占地面積，使單爐發(fā)氣量增大，便于實(shí)現(xiàn)大型化。本論文著重了解二氧化碳脫除的各種方法其中包括物理吸收，化學(xué)吸收，物理—化學(xué)吸收等。并通過對(duì)奎屯錦疆煤化工制氫工藝的概述，重點(diǎn)介紹該廠低溫甲醇洗串液氮洗吸收二氧化碳的工藝流程。并對(duì)二氧化碳的脫除和再生工段進(jìn)行工藝核算。通過已知的工藝流程設(shè)計(jì)一填料吸收塔，與實(shí)際生產(chǎn)過程中的泡罩塔進(jìn)行優(yōu)劣對(duì)比，并概述填料塔與板式塔的實(shí)用條件。對(duì)吸收塔進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)和設(shè)備設(shè)計(jì)后，用CAD做出設(shè)備圖。第二章 奎屯錦疆煤化工二氧化碳脫除的工藝核算來自變換工號(hào)的變換氣，主要成分為（vol%）：成 分H2N2COArCH4CO2H2SCOSmol%/干變換氣以223655 Nm3/h的氣量在40℃ MPa的條件下進(jìn)入低溫甲醇洗裝置，與來自循環(huán)氣壓縮機(jī)C1601經(jīng)E1602冷卻后的循環(huán)氣進(jìn)行混合。由于低溫甲醇洗裝置是在62℃的低溫條件下操作的，為了防止變換氣中的飽和水份在冷卻過程中結(jié)冰，在混合氣體進(jìn)入原料氣冷卻器E1601之前，向其中噴入1047 Kg/h貧甲醇，然后再進(jìn)入E1601與本裝置及來自液氮洗裝置的三種低溫成品物料氣提尾氣、℃。變換氣出E1601后經(jīng)V1601分離出甲醇水溶液，然后原料氣進(jìn)入T1601塔（甲醇洗滌塔）脫除H2S，COS和二氧化碳，凈化氣中二氧化碳10 mg/m3，H2S1 mg/m3送氮洗工段?？湾\疆煤化工吸收塔是將脫硫塔和二氧化碳吸收塔疊為一體?？偹叨攘嗝住７譃樯舷聝刹糠郑荷纤睆?800 mm，高出15m，主要脫除二氧化碳及微量的硫化氫，下塔塔徑3600 mm，主要脫除硫化氫，硫氧化碳及少量的二氧化碳。因此在驗(yàn)算二氧化碳吸收工藝中，我們只考慮上塔的計(jì)算。已知吸收塔為泡罩塔，上塔泡罩塔板數(shù)為26塊。 MPa下，℃℃的混合氣，純甲醇的質(zhì)量流量Lm=254071 Kg/h。 。按圖虛線的范圍可寫出吸收塔低與任一截面之間二氧化碳的物料衡算式[3]GBY2+LSX= GB Y1+LSX2移項(xiàng)后得到Y(jié)1=（XX2）+Y2 （21） Ls，X2 L02，x2Gs，Y2 GN2，y2Ls，X L0，xGs，Y GN，yLs，X1 L01，x1Gs，Y1 GN1，y1 吸收塔物料流量和濃度示意圖 式中 GN單位時(shí)間通過塔內(nèi)任一截面的混合氣量，kmol/h。 L0單位時(shí)間通過塔任一截面的溶劑量，kmol/h，含溶質(zhì)基； y任一截面的混合氣體中溶質(zhì)的摩爾分率，kmol溶質(zhì)/kmol混合氣體； x任一截面的溶液中溶質(zhì)的摩爾分率， kmol溶質(zhì)/kmol溶液；GB單位時(shí)間通過塔任一截面的惰性氣體氣量，kmol/h； LS 單位時(shí)間通過塔任一截面的溶劑量，kmol/h，無溶質(zhì)基； Y任一截面的混合氣體中溶質(zhì)與惰性氣體的摩爾比,kmol溶質(zhì)/kmol惰性氣體； X任一截面的溶液中溶質(zhì)與惰性氣體的摩爾比， kmol溶質(zhì)/kmol溶劑在穩(wěn)定操作條件下，LS， GB ， Y2 ，X2都是恒定的。將式（21）中X和Y用X1和Y1代替，便成為全塔二氧化碳操作線方程。 Y1=（X1X2）+Y2 （22）已知混合氣摩爾流量= kmol/h , 體積流量G= GB=*（1y2）=*（%）= kmol/h純甲醇質(zhì)量流量Lm=254071 Kg/h則摩爾流量L0=Ls= kmol/h進(jìn)口氣體中二氧化碳的含量 y2=%=Y2=進(jìn)口溶液為純甲醇，故x1=0，X1=0出口氣中要求二氧化碳的含量小于2 ppm，工廠出口氣中二氧化碳的含量y1=,所以Y1=由式（22），全塔物料衡算可求出X2，凈化氣量G1=（1+Y2）=**（1+）= Nm3/h假設(shè)塔內(nèi)吸收過程為絕熱[3][5]則全塔的熱平衡式為：Qg2+QL1+Qs+Qc =Qg1+QL2 (23)式中 Qg2單位時(shí)間內(nèi)原料氣帶入的熱量，kJ/h； QL1單位時(shí)間內(nèi)溶劑帶入熱量，kJ/h；Qs 單位時(shí)間內(nèi)氣體的溶解熱，kJ/h；Qg1單位時(shí)間內(nèi)凈化氣帶出的熱量，kJ/h；QL2單位時(shí)間內(nèi)富液帶出的熱量，kJ/h；Qc單位時(shí)間內(nèi)溶劑帶入塔內(nèi)的冷量，kJ/h；Qg2=*Cp2(Tg2T0) (24)Cp2=式中 G2單位時(shí)間內(nèi)的原料氣量，Nm3/h ；Qg2混合氣體的比熱容，kJ/（kmol﹒K）；i氣體的比熱容，kJ/（kmol﹒K）；混合氣體中i組分的濃度，mol/mol；Tg2進(jìn)塔混合氣體溫度，K；T0熱力學(xué)溫度。由《大型合成氨廠工藝過程分析》中可查的混合氣可取平均比熱Cp2=32kJ/（kmol﹒K）則由式（24）可得：Qg2=*106 kJ/hQL1=L0Cpc1(TL1 T0) （25）式中 L0溶劑流量，kmol/hCpc1進(jìn)塔溶劑比熱容，kJ/（kmol﹒K）； TL1進(jìn)塔溶劑溫度，K?！鏁r(shí)， kJ/（kmol﹒K）。由式（25）得QL1=**（）=*106 kJ/hQs= （26）式中