化工原理課程設計--年產(chǎn)5萬噸合成氨脫碳工段工藝設計

1、<p><b>　　本科畢業(yè)設計</b></p><p>　　題 目 年產(chǎn)5萬噸合成氨脫碳工段工藝設計</p><p><b>　　學 生 </b></p><p>　　指導教師 講師</p><p>　　年 級 2008級</p><

2、p>　　專 業(yè) 應用化學</p><p>　　系 部 化學系</p><p><b>　　2012年6月</b></p><p>　　摘　要 本設計是年產(chǎn)五萬噸合成氨脫碳工段的初步的設計。脫除原料氣中的CO2，對以后的合成工段的意義重大，同時回收的CO2也可以用于其他化學物質的合成。本設計采用改良的熱鉀堿法和兩段吸收兩

3、段再生的工藝流程來脫除合成氣中的CO2，并對吸收液進行再生。設計內容主要包括生產(chǎn)工藝的比較和確定、能量衡算和物料衡算、主要設備的設計與選型。本設計的主要設備為二氧化碳吸收塔。通過計算確定采用異徑塔。上段塔徑為2000mm，填料層高度為14m；下段塔徑為2400mm，調料層高度為10m。通過本設計方法，能夠使變換氣中二氧化碳的含量降至1%左右，具有較好的脫除效果，能夠進行下一步的繼續(xù)凈化。附帶的圖紙有帶控制工藝流程圖和二氧化碳吸收塔設備結

4、構圖。</p><p>　　關鍵詞 熱鉀堿法 脫碳 二氧化碳 吸收塔 工藝設計 </p><p>　　The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia Purification Section Process</p><p>　　An Dong Directed by Lecturer Liang Ya-nan</p&

5、gt;<p>　　Abstract This design is an annual output of 50,000 tons of synthetic ammonia decarburization section design. Recovering the carbon dioxide is very important to next manufacturing process, and it can be

6、used for producting other chemicals. It uses improvement way of hot solution of aqueous potassium carbonate and two process of absorbtion and recovery, this way can remove the carbon dioxide of syngas and recover the ab

7、sorbed solution. The content of this design mainly includes the choice of ma</p><p>　　Key words The hot solution of aqueous Decarbonization process Carbon dioxide Absorbing tower Technological design&l

8、t;/p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘　要I</b></p><p><b>　　外文頁II</b></p><p><b>　　1　前言1</b></p><p>　　2　合成氨的概述1

9、</p><p>　　2.1 氨的發(fā)現(xiàn)和制取1</p><p>　　2.2 氨的性質和用途1</p><p>　　2.3 我國合成氨工業(yè)的發(fā)展情況2</p><p>　　2.4 合成氨技術未來的發(fā)展趨勢2</p><p>　　2.5 合成氨生產(chǎn)工藝介紹2</p><p>　　2.6 脫

10、碳單元在合成氨中的作用4</p><p>　　3　脫碳方法及工藝選擇4</p><p>　　3.1 脫碳方法選擇4</p><p>　　3.2 脫碳工藝的選擇8</p><p>　　3.3 脫碳工段主要設備的選擇12</p><p>　　3.4 工藝操作條件的選擇12</p><p>

11、;<b>　　4　工藝計算13</b></p><p>　　4.1 物料衡算及熱量衡算14</p><p>　　5熱量衡算匯總表23</p><p>　　6　主要設備計算24</p><p>　　6.1 二氧化碳吸收塔24</p><p>　　6.2 已知條件24</p>

12、<p>　　6.3 塔徑計算24</p><p>　　6.4 填料層高度計算26</p><p>　　6.5 塔附屬高度的確定27</p><p>　　6.6 液體分布器選擇27</p><p>　　6.7 填料層壓降計算27</p><p>　　6.8 二氧化碳吸收塔計算總結28</p

13、><p>　　6.9 二氧化碳再生塔28</p><p>　　6.10 操作條件28</p><p>　　6.11 塔徑計算28</p><p>　　6.12 填料層高度計算30</p><p>　　7　工廠平面設計31</p><p>　　7.1 廠房設計要求31</p>

14、<p>　　7.2 廠房設計31</p><p>　　7.3 廠址的選擇31</p><p>　　7.4 總布局主要應滿足的要求31</p><p><b>　　8　三廢處理32</b></p><p>　　8.1 廢水處理32</p><p>　　8.2 廢氣處理32&l

15、t;/p><p>　　8.3 廢渣處理32</p><p><b>　　9 總結32</b></p><p>　　10 附：帶控制工藝流程圖和二氧化碳吸收塔設備結構圖32</p><p><b>　　參考文獻32</b></p><p><b>　　致 謝3

16、4</b></p><p>　　年產(chǎn)5萬噸合成氨凈化工段工藝設計</p><p><b>　　1　前言</b></p><p>　　合成氨是傳統(tǒng)的化學工業(yè)之一，誕生于二十世紀初期。氨氣是最基本的化工產(chǎn)品之一，用途廣泛，在國民生產(chǎn)中具有十分重要的地位。合成氨的工業(yè)生產(chǎn)過程主要包括造氣、凈化、壓縮和合成三個步驟。其生產(chǎn)主要包括：脫硫、轉

17、化、變換、脫碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及輸入氨庫和氨吸收八個工藝流程。</p><p>　　在合成氨過程中，脫碳工段處于承前啟后的關鍵位置，其作用不僅是凈化合成氣，防止經(jīng)變換后的合成氣中含有的大量二氧化碳使后期合成氨催化劑中毒，又能回收CO2用以制造尿素、純堿、碳酸氫銨等。因此，二氧化碳的脫除和回收利用是脫碳過程的兩項重要任務，也在合成氨中占有較重要的地位。</p><p>　　本設計

18、是年產(chǎn)5萬噸合成氨脫碳工段初步設計。設計的目的是為了尋找出一套合理高效的脫碳工藝，獲得純度較高的凈化氣，并提高二氧化碳的回收率，簡化工藝流程，降低能耗，達到較高的經(jīng)濟效益指標。設計的內容主要包括生產(chǎn)工藝的確定和比較，物料衡算和能量衡算，設備的選型與設計以及繪制帶控制點的工藝流程圖和一張主體設備結構圖。</p><p>　　本設計主要解決的關鍵問題是在二氧化碳吸收和再生這個可逆過程中溶液的濃度、循環(huán)量的確定、吸收塔

19、和再生塔的設計及附屬設備的合理選擇。</p><p><b>　　2　合成氨的概述</b></p><p>　　2.1 氨的發(fā)現(xiàn)和制取</p><p>　　氨氣是1754年由J.普里斯特利在加熱氯化銨和石灰的混合物時發(fā)現(xiàn)的，其反應式為：</p><p>　　CaCN2＋3H2O（g）→2NH3（g）＋CaCO3</

20、p><p>　　1784年C.L.伯托利確定氨氣是由氫和氮組成的。19世紀中葉，煉焦工業(yè)開始興起，在生產(chǎn)焦炭過程中制得了氨[1]。1909年德國化學家哈伯提出了工業(yè)氨的合成方法，即“循環(huán)法”，這是目前工業(yè)普遍采用的直接合成法。合成氨反應式如下：</p><p>　　N2+3H2≈2NH3 </p><p>　　2.2 氨的性質和用途</p><p&g

21、t;　　2.2.1 氨的性質</p><p>　　氨為無色氣體，具特有的強烈刺激性氣味。密度為0.771g/L(標準狀況)，比空氣輕。沸點-33.35℃，高于同族氫化物PH3、AsH3等，易液化。熔點-77.7℃。液氨密度為0.7253g/cm3，氣化熱大，達23.35kJ/mol，是常用的致冷劑。氨極易溶于水，20℃時1體積水能溶解702體積氨氣。液氨是極性分子，似水，可發(fā)生電離，也可溶解一些無機鹽，如NH4N

22、O3、AgI等。空氣中允許NH3最高含量規(guī)定為0.02mg/L，若達0.5%則強烈刺激粘膜，引起眼睛和呼吸器官的癥狀。NH3遇Cl2、HCl氣體或濃鹽酸有白煙產(chǎn)生。氨水可腐蝕許多金屬，一般用于盛放氨水的鐵桶內測應涂抹瀝青。NH3的催化氧化是放熱反應，反應生成NO，工業(yè)上用于制HNO3，NH3也可以被氧化生成N2。NH3的另一個特性就是能使紅色石蕊試紙變藍。</p><p>　　2.2.2 氨的用途</p&g

23、t;<p>　　NH3是重要的無機化工產(chǎn)品之一，在國民經(jīng)濟中應用非常廣泛。合成氨是大宗化工產(chǎn)品之一，目前世界合成氨的年產(chǎn)量很大，已超過一億噸。其中85%的合成氨用做生產(chǎn)化肥，農(nóng)業(yè)上使用的尿素、硝酸銨、磷酸銨、氯水以及各種含氮混肥等氮肥，都是以氨作為原料的，并且液氨也可直接用作肥料。</p><p>　　NH3也是制造炸藥和各種化學纖維及塑料的重要原料。NH3可以制得硝酸，進而用硝酸再制造硝酸銨、硝化

24、甘油、硝基纖維素等。在化纖和塑料工業(yè)中，合成氨可以用作氮源，生產(chǎn)人造絲和己二胺等。</p><p>　　氨的其它工業(yè)用途也十分廣泛，例如，NH3能當做制冷濟，用于制冰、空調等系統(tǒng)。在冶金工業(yè)中可用NH3來提煉金屬銅等，在生物化學和醫(yī)藥方面NH3可用作生產(chǎn)維生素、磺胺類藥物和一些氨基酸等。</p><p>　　綜上所述，合成氨在國民經(jīng)濟中占有的地位十分重要。</p><p

25、>　　2.3 我國合成氨工業(yè)的發(fā)展情況</p><p>　　我國是一個人口大國，農(nóng)業(yè)在國民經(jīng)濟中起著舉足輕重的作用，而農(nóng)業(yè)的發(fā)展離不開化肥。氮肥是農(nóng)業(yè)生產(chǎn)中需要量最大的化肥之一，合成氨則是氮肥的主要來源，因而合成氨工業(yè)在國民經(jīng)濟中占有極為重要的位置。</p><p>　　解放前我國只有兩家規(guī)模不大的合成氨廠，解放后合成氨工業(yè)有了迅速發(fā)展。1949年全國氮肥產(chǎn)量僅0.6萬噸，到20世紀

26、50年代，合成氨單系列裝置的生產(chǎn)能力最大僅為4萬噸/年，滿足不了市場需求。70年代，我國建成了一批中型氮肥生產(chǎn)裝置，合成氨單系列裝置的生產(chǎn)能力達到6-12萬噸/年。隨著現(xiàn)代農(nóng)業(yè)的快速發(fā)展，高濃度化肥的市場需求不斷增加，我國先后引進了30套以油、天然氣和煤為原料的30萬噸/年合成氨裝置。除此之外，還自行設計制造了以輕油為原料的的年產(chǎn)30萬噸的合成氨生產(chǎn)裝置。到1982年，年產(chǎn)量以達到1021.9萬噸，成為世界上合成氨產(chǎn)量最高的國家之一。&

27、lt;/p><p>　　2.4 合成氨技術未來的發(fā)展趨勢</p><p>　　根據(jù)目前合成氨技術發(fā)展的現(xiàn)狀分析，未來氨合成的生產(chǎn)原理不會放生本質上的變化，其技術發(fā)展將會繼續(xù)以“提高運行周期、降低生產(chǎn)成本、改善經(jīng)濟效益”為目標，進一步集中在“大型化、低能耗、結構調整、清潔生產(chǎn)、長周期運行”等方面進行技術的研究開發(fā)。</p><p>　　大型化、自動化、集成化與形成經(jīng)濟規(guī)模

28、的生產(chǎn)中心、低能耗與更環(huán)保將是未來氨的合成裝置的主要發(fā)展方向。單系列合成氨裝置生產(chǎn)能力將有較大的上升空間；以油和煤為原料合成氨工藝，降低能耗將有很大發(fā)展空間，但以天然氣為原料制氨工藝中，生產(chǎn)能耗已經(jīng)接近理論水平，預計不會有更大幅度的下降。</p><p>　　在合成氨裝置的技術發(fā)展中，其研究焦點主要集中在關鍵性的工序和設備上，關鍵工序有合成氣制備 、合成氣凈化、氨合成技術；關鍵設備則主要是合成氣壓縮機[2]。&l

29、t;/p><p>　　2.5 合成氨生產(chǎn)工藝介紹</p><p>　　合成氨的主要原料可以分為氣體、液體和固體三種。經(jīng)過多年的發(fā)展，合成氨技術已經(jīng)發(fā)展的相當成熟，基本都是由原料氣制備、凈化和氨合成三部分組成。原料氣制備，是指將原料制成含H2和N2的粗原料氣。對于煤和焦炭等固體原料，制取合成氣通常采用氣化法；渣油獲得合成氣的方法主要采用非催化部分氧化法；工業(yè)中還利用二段蒸汽轉化法從石腦油和氣態(tài)烴

30、類中制取合成氣。凈化過程指的是對粗原料氣進行凈化處理，主要包括變換、脫硫脫碳以及氣體精制三個過程，主要目的是除去原料氣中的雜質。NH3的合成是指將純凈的氫、氮混合氣壓縮，在高壓和催化劑的作用下反應生成NH3。</p><p>　　下面從三個方面詳細說明合成氨的工藝流程：</p><p>　?。?）造氣：因為空氣中含有71%的氮氣，目前已經(jīng)有很多的技術從空氣中分離出滿足上述反應的氮氣，所以造

31、氣就是提供維持該反應的氫氣的過程。最早的造氣工藝就是將煤或焦碳在高溫下與水反應生成水煤氣或半水煤氣，這種混合氣體就是原料氣。這種工藝在二十世紀前半期一直是主流造氣工藝，并且一直沿用至今。二十世紀六十年代出現(xiàn)了新的造氣原料，例如天然氣、石油重油、石腦油等。由于這些新型原料可以用管道輸送，其設施投資成本比固態(tài)原料設施要低很多，所以該工藝自發(fā)明以來逐漸取代了煤炭造氣工藝。但從目前能源的儲量、開采和消耗走勢來看，煤炭造氣可能要重新得到重視。&l

32、t;/p><p>　　（2）凈化粗合成氣：該過程主要是對合成氣中的硫化物、碳的氧化物等有害雜質進行脫除的過程。對于半水煤氣，主要含無機硫（H2S），有機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；天然氣中主要是無機硫（H2S）。天然氣、石油重油、石腦油等中的硫化物的含量因產(chǎn)地不同而不同。這些硫化物不但使產(chǎn)品不純凈，更重要的是它們對生產(chǎn)設備有極強烈的腐蝕作用，

33、而且特別容易使催化劑中毒失去活性。脫硫的方法主要分濕法和干法兩類。濕法包括物理法、化學法、物理-化學法三種，但濕法脫硫精度不及干法。干法脫硫適合脫出低量或微量的硫化物，其也分為物理吸附和化學吸附。但通常干法脫硫裝置設備龐大復雜。脫碳是凈化合成氣的另一個重要步驟，任何方法制取的原料氣都含有CO和一定量的CO2，其體積分數(shù)一般為12%~40%。而CO在生產(chǎn)過程中還能被氧化為CO2，在后續(xù)工段中CO2容易使催化劑中毒，并且容易在某些低溫工段固

34、化成干冰堵塞管道設備，在甲烷化過程中還會消耗大量H2生成無用的氣體CH4。而回收的CO2可以在尿素、碳酸氫銨等產(chǎn)品的生產(chǎn)中利用，可見脫碳的意義十分重大。因為本設計</p><p>　?。?）氨的合成：此工序是將純凈的H2、N2混合氣壓縮到高壓，在催化劑的作用下合成NH3。氨的合成是提供液氨產(chǎn)品的工序，是合成氨生產(chǎn)過程的最重要的部分。由于反應后氣體中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反應氫氮氣再循環(huán)的流程

35、。氨合成的反應式如下：</p><p>　　N2+3H2→2NH3(g) =-92.4kJ/mol</p><p>　　工業(yè)中反應壓力一般在10~35MPa之間，根據(jù)能量利用合理來取值。近些年來，人們已經(jīng)開發(fā)出一系列的催化劑，但使用比較廣泛的是壽命比較長，活性良好而且價廉易得的鐵系催化劑。該催化劑在早期制備時還加入了促進劑。而對于產(chǎn)品的分離，目前工業(yè)上主要有水吸收法和冷凝法兩種。</

36、p><p><b>　　具體流程圖如下：</b></p><p>　　圖2.1 合成氨工藝流程</p><p>　　2.6 脫碳單元在合成氨中的作用</p><p>　　在合成氨過程中，不論用什么原料及方法造氣，經(jīng)過變換后的合成氣中都會有大量的CO2，原料中烴的分子量越大，合成氣中CO2就越多。這些CO2如果不及時除凈，不僅

37、耗費氣體壓縮功，占用設備體積，而且對后續(xù)工序有害。此外，CO2還是重要的化工原料。因此合成氨生產(chǎn)中把脫除工藝氣中CO2的過程稱為“脫碳工段”，在合成氨尿素聯(lián)產(chǎn)的化肥裝置中，它兼有凈化氣體和回收純凈CO2兩個作用。因此脫碳單元在合成氨中處于關鍵位置，起著承前啟后的作用。脫碳運行的好壞，直接關系到整個裝置的安全穩(wěn)定與否。</p><p>　　3　脫碳方法及工藝選擇</p><p>　　3.1

38、脫碳方法選擇</p><p>　　3.1.1 脫碳方法簡介</p><p>　　由于CO2是一種酸性氣體，對合成氨合成氣中CO2的脫除，一般采用溶劑吸收的方法。根據(jù)CO2與溶劑結合的方式，脫除CO2的方法可分為三大類：化學吸收法、物理吸收法和物理化學吸收法。</p><p>　　物理吸收法的原理是通過交替改變CO2和吸收劑（通常是有機溶劑）之間的操作壓力和操作溫度以

39、實現(xiàn)CO2的吸收和解吸，從而達到分離處理CO2的目的。在整個吸收過程中不發(fā)生化學反應，因而消耗的能量比化學吸收法要少，通常物理吸收法中吸收劑吸收CO2的能力隨著壓力增加和溫度降低而增大，反之則減小[3]。物理吸收法中常用的吸收劑有丙烯酸酯、聚乙二醇、甲醇、乙醇以及噻吩烷等高沸點有機溶劑。目前，工業(yè)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年代初開發(fā)成功一種較為先進的脫碳技術—NH

40、D法[5]，它與國外的Selexol工藝類似，只是二者所用溶劑的組分不同。NHD溶劑的主要成分是聚乙二醇二甲醚的同系物，脫除CO2效率在物理吸收法中較高。物理吸收法由于CO2在溶劑中的溶解服從亨利定律，因此僅適用于CO2分壓較高的條件。</p><p>　　化學吸收方法是利用CO2是酸性氣體，能與堿性化合物反應的特性將其吸收。原料氣和化學溶劑在吸收塔內發(fā)生反應，CO2進入溶劑形成富液，富液進入脫吸塔經(jīng)加熱分解出C

41、O2，吸收與解吸交替著進行，從而實現(xiàn)CO2的分離和回收。目前工業(yè)中廣泛采用的方法有兩種：熱碳酸鉀法和醇胺法。熱碳酸鉀法包括苯非爾德法、坤堿法、卡蘇爾法等。以乙醇胺類作吸收劑的方法有MEA法（一乙醇胺）、DEA法（二乙醇胺）及MDEA（N-甲基二乙醇胺）法等[6]。其中苯菲爾法和活性MDEA法應用最多[7]。常用的化學吸收劑有氨水、乙醇胺、催化熱鉀堿液等?；瘜W吸收法是傳統(tǒng)的脫除CO2的方法，脫除后產(chǎn)品氣純度高并且處理量大，目前已經(jīng)得到廣泛

42、深入的研究和應用。</p><p>　　物理-化學吸收法是綜合了兩種吸收的方法，將其結合在一套生產(chǎn)工藝中。比如說常用的環(huán)丁砜法，它的吸收劑是環(huán)丁砜和烷基醇胺水溶液，兩者分別是物理吸收和化學吸收。還有德國的BASF公司開發(fā)的活化MDEA法采用的N-甲基二乙醇胺脫碳也屬于此種方法。</p><p>　　3.1.2 脫碳方法的比較</p><p>　　物理吸收法：早期的合

43、成氨廠多采用加壓水洗法進行脫碳。加壓水洗脫碳通常在填料塔或篩板塔中進行。此法設備簡單，但CO2的凈化能力差，且水洗法的噴淋密度大，動力消耗高，因此近年來合成氨廠的新建脫碳工藝已為其他方法所取代。</p><p>　　吡咯烷酮法是以N-甲基吡咯烷酮作為吸收劑。吡咯烷酮具有對CO2蒸汽壓較低、粘度較小、沸點較高、溶解度高等優(yōu)點。該方法特別適用于氣壓大于7MPa的場合，但由于N-甲基吡咯烷酮價格比較貴，因此應用不是很廣

44、泛。</p><p>　　以聚乙二醇二甲醚為吸收劑的脫碳過程稱為Selexol法。聚乙二醇二甲醚具有無特殊氣味、無毒、沸點高、冰點低、腐蝕性低、化學性質穩(wěn)定等特點，是一種理想的物理溶劑。但由于聚乙二醇二甲醚價格昂貴，投資及操作費用均較高，因此該法很少在國內應用。</p><p>　　低溫甲醇法是由德國林德和魯奇公司聯(lián)合開發(fā)的，以甲醇作為吸收劑，在1~2MPa，溫度為-75~0℃的范圍內可同

45、時脫除CO2和H2S。CO2可脫至1~2E-5，H2S可脫至0.1E-6。該法的特點是不會使原料氣變濕，再生能耗低。此法在國內外應用都比較廣泛。</p><p>　　碳酸丙烯酯法是以碳酸丙烯酯為吸收劑的脫碳方法。碳酸丙烯酯對CO2、H2S的溶解度較大,具有化學性質穩(wěn)定、無毒、無腐蝕、蒸汽壓低、溶解熱低、粘度小等特點。該法對CO2的回收率比較高,能耗比較低,但是投資費用也比較高。此法在國內也有一定的應用。</

46、p><p>　　總的來說，物理吸收法存在諸多不足，例如水洗法操作費用高，工藝較老。物理吸收法吸收選擇性也稍差一點，一般適合高含量的CO2。</p><p>　　化學吸收法：苯菲爾法的吸收劑是在K2CO3水溶液中加入二乙醇胺(DEA)作為活化劑，加入V2O5來防腐。碳酸鉀水溶液具有強堿性，能與CO2反應生成KHCO3。生成的KHCO3在受熱和減壓時，又可重新放出CO2，生成K2CO3，因此可循環(huán)

47、使用。為了提高反應速度，吸收需在較高溫度(90~110℃)下進行，因此吸收與再生的溫度相近，可簡化流程，同時降低了再生能耗，增加了吸收能力。苯菲爾法可以在高溫下運行，再生熱低，添加V2O5用以防腐，但該工藝需要對設備進行釩化處理，對工人的操作水平要求較高。</p><p>　　活性MEDA法是指以一乙醇胺(MEA)、二乙醇胺(DEA)吸收CO2后生成穩(wěn)定的胺基甲酸鹽，反應熱大，加熱再生較困難，蒸汽消耗較高；N-甲

48、基二乙醇胺(MDEA)與CO2反應生成不穩(wěn)定的碳酸氫鹽，反應熱小，加熱后容易再生，蒸汽消耗較低。MDEA水溶液與CO2反應受液膜控制，反應速度較慢。為加快反應速度，德國BASF公司開發(fā)了改良的MDAE脫碳工藝，在MDEA水溶液中加入少量活化劑組成吸收液，CO2先與活化劑快速反應，其生成物再與MDEA溶液進行反應，提高了MDEA溶液對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為活化劑。</p><p

49、>　　因此，化學吸收法相對來說較好，其明顯的特點是選擇性好、收率高。如催化熱鉀堿液法的工藝日益完善、成熟，設備也較為先進，能夠滿足脫碳凈化的要求，安裝成本也適合各種規(guī)模的生產(chǎn)，裝置和操作也都不太復雜，以在工業(yè)中得到廣泛應用。其工藝的先進度主要取決于活化劑的選擇。</p><p>　　物理-化學吸收法兼?zhèn)湮锢矸ê突瘜W法的優(yōu)點，如德國的BASF公司開發(fā)的活化MDEA法采用的N-甲基二乙醇胺脫碳，其既有物理法的優(yōu)

50、點又有化學法的優(yōu)點，并且加入活化劑，可以調節(jié)吸收性能。所以說此種方法具有很大的發(fā)展?jié)摿Α?lt;/p><p>　　另外，MDEA工藝溶解度大，酸氣負荷高，閃蒸放出的CO2量多，CO2回收率高，溶液循環(huán)量相對較小，能耗較低。同時，MDEA熱穩(wěn)定性好，不易降解，溶劑揮發(fā)性小，溶液對碳鋼設備腐蝕性弱。并且該工藝成熟，操作簡便，對工人的素質要求相對較低，近年來在國內得到廣泛的應用，是優(yōu)先選取的化學吸收工藝。</p>

51、;<p>　　3.1.3 工藝比較</p><p>　?。?）溶液吸收二氧化碳的能力</p><p>　　低溫甲醇法> 環(huán)丁砜法>N.2-甲基吡咯烷酮法>含砷熱鉀堿法=聚乙二醇二甲醚法 >乙醇胺法>有機胺硼酸鹽催化熱鉀堿法=二乙醇胺催化熱鉀堿法[8]。</p><p><b>　　（2）消耗能源比較</b&

52、gt;</p><p>　　蒸汽：乙醇胺法>環(huán)丁砜法>含砷熱鉀堿法>有機胺硼酸鹽催化熱鉀堿法>二乙醇胺催化熱鉀堿法>低溫甲醇法。</p><p>　　電：含砷熱鉀堿法>有機胺硼酸鹽催化熱鉀堿法>二乙醇胺催人熱鉀堿法> -乙醇胺法> 環(huán)丁砜法>聚乙二醇二甲醚法> 低溫甲醇法>N.2-甲基吡咯烷酮法。</p>

53、<p>　　水：水洗法> 含砷熱鉀堿法> 有機胺硼酸鹽催化熱鉀堿法> - 乙醇胺法> 環(huán)丁砜法> 二乙醇胺催化熱鉀堿法> 低溫甲醇法>N.2-甲基吡咯烷酮法。</p><p>　　3.1.4 脫碳方法的確定</p><p>　　熱鉀堿吸收法是合成氨工業(yè)上一種典型的化學吸收脫碳方法，目前國內外都廣泛的采用此工藝，相對于其他的吸收方法，該工

54、藝能夠滿足脫碳凈化的要求，裝置和操作不太復雜，安裝成本也比較適合各種規(guī)模的生產(chǎn)。</p><p>　　由于添加的活化劑不同，熱鉀堿吸收法可以分為多種方法，目前合成氨廠主要采用得有：一是苯菲爾法（又稱二乙醇胺改良熱鉀堿法），以二乙醇胺為活性劑；二是氨基乙酸催化熱鉀堿法，以氨基乙酸為活性劑。兩者都是以五氧化二釩為緩蝕劑。</p><p>　　其中DEA改良熱鉀堿法（又稱二乙醇胺法）是世界上廣泛

55、應用的胺類處理酸性物質或氣體的方法。因為DEA不易被CO2或CS2降解，其氣相損失少，反應速度快，循環(huán)率高。由于該方法達到了一定經(jīng)濟性和脫碳要求，所以本設計采用此方法。下面詳細介紹此法。</p><p>　?。?）概述：該方法是利用碳酸鉀溶液在高溫下吸收CO2，反應式為CO2＋K2CO3＋H2O=2KHCO3。從經(jīng)濟效益出發(fā)，本設計采用的操作溫度為110℃。因為在高溫條件下K2CO3溶解度增大，可以加大CO2的吸

56、收量率，CO2吸收速度較快；同時這個溫度與CO2再生溫度相近，可以節(jié)約能量，降低生產(chǎn)成本。此外還給溶液中加入活性劑DEA和緩蝕劑，因為高溫下的CO2溶解度降低，反應速度減慢。而較低的反應速度下，K2CO3對設備和管道的腐蝕作用會加快。因此加入活性劑以加快反應速度，增大CO2溶解量。加入緩蝕劑則可以減緩其對設備和管道的腐蝕。</p><p>　　添加活化劑DEA不僅可以提高反應速度，而且還會改變的CO2平衡分壓，如

57、表3.1。</p><p>　　表3.1 DEA含量對溶液吸收能力的影響</p><p>　　DEA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：</p><p>　　普通的DEA法：使用20%－25%的DEA溶液，其對酸性氣體的吸收能力為12~19m3CO2/ m3溶液。</p><p>　　高吸收能力的DEA法

58、使用25%－27%的DEA溶液，其對酸性氣體的吸收能力為30~32 m3立方米CO2/ m3溶液。</p><p>　　SNPA法，使用25%—30%的DEA溶液，其對酸性氣體的吸收能力32~38.4 m3CO2/ m3溶液。</p><p>　?。?）純碳酸鉀反應機理及催化熱鉀堿法反應機理</p><p><b>　　純碳酸鉀反應機理：</b>

59、;</p><p><b>　　反應式：</b></p><p><b>　?。?-1）</b></p><p>　　這一反應可以分為下列幾步完成：</p><p><b>　?。?-2）</b></p><p><b>　　（3-3）<

60、;/b></p><p><b>　?。?-4）</b></p><p><b>　?。?-5）</b></p><p><b>　　（3-6）</b></p><p>　　碳酸鉀水溶液吸收CO2是一個復雜的過程，可以大致分為以下四個步驟。</p><

61、p>　　氣相中CO2擴散到溶液界面。</p><p>　　CO2溶解于界面的溶液層中。</p><p>　　溶液中的CO2在界面液層中與碳酸鉀溶液發(fā)生反應。</p><p>　　反應產(chǎn)物向液相擴散，而反應從液相向液面擴散。</p><p>　　上述各步中除第三步式（3-4）是化學過程外，其余均為物質傳質過程。整個過程中化學反應速度最慢，

62、是整個吸收過程的控制步驟。</p><p>　　含有二乙醇胺（DEA）的純碳酸鉀水溶液與CO2的反應</p><p>　　二乙醇胺（DEA）的分子式：（CH2CH2OH）2NH，簡寫為R2NH。</p><p>　　結構式為： H</p><p>　　OHCH 2CH 2—N—CH2CH 2OH &

63、lt;/p><p>　　當碳酸鉀溶液中含有少量DEA時，與CO2反應里程如下：</p><p><b>　?。?-7）</b></p><p><b>　?。?-8）</b></p><p><b>　?。?-9）</b></p><p><b>

64、　?。?-10）</b></p><p><b>　?。?-11）</b></p><p><b>　?。?-12）</b></p><p>　　經(jīng)研究發(fā)現(xiàn)，該過程中反應最慢的是式（3-8）這一步，因此這一步就是該過程的控制步驟。</p><p>　?。?）K2CO3溶液的再生：K2CO

65、3溶液吸收CO2后轉變?yōu)镵HCO3溶液pH值降低，活性下降不能再吸收CO2，于是要將溶液再生以恢復其活性.再生就是驅逐出CO2使溶液恢復吸收能力，以循環(huán)使用。再生的反應式為：</p><p><b>　?。?-1）</b></p><p>　　從上反應式可以看出：溫度越高，壓力越低，越有利于KHCO3的分解，故再生反應應在高溫以及低壓的條件下進行。</p>

66、<p>　　3.2 脫碳工藝的選擇</p><p>　　3.2.1 脫碳工藝流程的分類及比較</p><p>　　熱鉀堿法脫除CO2的工藝流程一般有：一段吸收一段再生、二段吸收一段再生、兩段吸收兩段再生、多段吸收多段再生四種[9]。</p><p><b>　　各種工藝流程比較：</b></p><p>　

67、　（1）一段吸收一段再生流程：該流程的特點是流程簡單，所需設備少，成本低廉，但是使用該流程凈化度差，凈化氣中CO2剩余在5％左右，可以用于凈化度要求不高的情況。</p><p>　?。?）二段吸收一段再生流程：該過程由于有少部分溶液經(jīng)冷卻后進入吸收塔頂部，凈化度可達到CO2含量1％，比起前者凈化度上有一定的提高，但依然不能滿足大規(guī)模生產(chǎn)的要求，再生熱耗較高，僅在一些較低的小規(guī)模裝置上使用。</p>

68、<p>　?。?）多段吸收多段再生流程：這種工藝凈化度最高，能耗最低，但是設備繁多，裝置系統(tǒng)極其復雜，操作要求也很高，這樣就導致該工藝的投資很大，因此從經(jīng)濟和合理性的角度來考慮，此種工藝還不適合工業(yè)生產(chǎn)。</p><p>　?。?）兩段吸收兩段再生流程：目前較為常用的是該流程，這種工藝流程的氣體凈化后一般CO2含量不大于1%，而且其再生熱耗也比較合理，流程圖如圖3.1</p><p&

69、gt;　　圖3.1 兩段吸收兩段再生流程</p><p>　　其優(yōu)點是：在吸收塔下部用溫度較高的再生溶液吸收，不僅加快了吸收CO2的反應速度，而且節(jié)省再生過程的熱耗。而在吸收塔的上部用溫度較低的溶液吸收，降低了溶液表面的二氧化碳平衡分壓，提高了氣體的凈化度，對于能量的綜合利用也比較充分。而它的設備裝置和操作系統(tǒng)在也可以被廣泛接受，所以目前該流程應用很廣。</p><p>　　3.2.2

70、設計工藝流程的確定</p><p>　　通過以上的比較，目前適于選用的是“兩段吸收兩段再生”流程，所以本設計選用此流程。下面簡單介紹一下該流程。 </p><p>　　含CO228％左右的經(jīng)變換的合成氣通過與再生塔下部的堿液換熱后溫度降低到125℃，經(jīng)氣體分布管道進入吸收塔底部，此時該合成氣的壓力是1.8MPa。在吸收塔頂部和中部分別用80℃貧液和104℃半貧液進行洗滌，出塔時凈化氣溫度約

71、為80℃，CO2含量低于1％。富液從吸收塔底部引出，經(jīng)過能量回收后進再生塔頂部，在塔內溶液經(jīng)過閃蒸出部分水蒸汽和CO2后，與由再沸器加熱產(chǎn)生的逆流蒸氣接觸，同時被加熱并放出CO2，又由塔中部引出半貧液，溫度約110℃，經(jīng)半貧液泵送入吸收塔中部，剩下的溶液在再生塔下部繼續(xù)與逆流的蒸汽接觸進行再生，再生后的貧液溫度約120℃，用貧液泵加壓經(jīng)冷卻到80℃左右送入吸收塔頂部。</p><p>　　吸收CO2的過程中，溫度

72、的控制是非常關鍵的步驟，它直接影響到CO2吸收的速度和平衡。溫度過高，K2CO3的溶解度加大，這樣提高了吸收速度率；但同時高溫下溶液表面CO2的平衡分壓增大，導致氣體凈化程度低，不利于對CO2的吸收。而在“二段吸收二段再生”流程中，吸收塔下段的CO2分壓較高，平衡溶解度較大，采用部分再生的半貧液在較高的溫度下進行初步吸收，而吸收塔上部氣相中的CO2分壓較低，平衡溶解度也相對較少，故采用再生貧液來吸收，這樣就可以提高凈化度。吸收溫度的高低

73、主要通過改變半貧液和貧液的流量比來控制，在保證氣體凈化度的前提下盡可能的降低貧液的流量，這樣可以減少熱量消耗，通常貧液與半貧液的流量比為1:3。</p><p>　　3.2.3 本設計工藝流程簡述</p><p><b>　　變換氣、凈化氣流程</b></p><p><b>　　流程圖如圖3.2：</b></p&g

74、t;<p>　　圖3.2 變換氣凈化流程</p><p><b>　?。?）流程概述</b></p><p>　　進入吸收塔的變換氣來自變換工段的熱水塔，進入變換氣煮沸器殼程，與從再生塔下來的溶液進行熱交換升溫后進入變換氣分離器以分離其中冷凝水，同時，1.8Mpa，125℃左右的變換氣進入CO2吸收塔下部。由下而上與中部、上部噴淋下來的半貧液和貧液逆流

75、接觸，CO2被溶液吸收。得到凈化的氣體從頂塔出來，經(jīng)凈化氣冷卻器和分離器，被循環(huán)水冷卻至40℃以下并分離出冷凝水，凈化氣中CO2含量控制在不大于1.0%，送往壓縮工段。</p><p><b>　　再生氣流程</b></p><p><b>　　流程圖如圖3.3</b></p><p>　　圖3.3 再生氣流程</

76、p><p><b>　?。?）流程簡單概述</b></p><p>　　在吸收CO2后的富液，進入再生塔再生，由反應（3-12），CO2從流體中解吸需要吸收熱量。解吸出來的CO2進過再生塔頂部除沫層后，經(jīng)過除沫層與三層罩板上噴淋而下的流體接觸，從而使CO2得到再一次凈化。CO2出塔時的溫度為98℃，經(jīng)過再生氣冷卻系統(tǒng)后為40℃左右，再經(jīng)載CO2分離器分離出冷凝液，送往尿素

77、車間，而冷凝水去回流泵。</p><p>　　富液、半貧液、貧液流程</p><p><b>　　流程圖如圖3.4</b></p><p>　　圖3.4 富液、半貧液、貧液流程</p><p><b>　　（2）簡單流程簡述</b></p><p>　?、俑灰毫鞒蹋何誄O

78、2的富液從吸收塔底部引出，經(jīng)水力透平后送入再生塔上部；后直接經(jīng)大副線送入吸收塔。</p><p>　?、诎胴氁毫鞒蹋河稍偕胁恳龅慕?jīng)過部分再生的半貧液經(jīng)自調閥組后經(jīng)過濾閥組進入半貧液泵，加壓至2.0MPa左右，經(jīng)過自調閥組進入吸收塔中部。</p><p>　　③貧液流程：由再生塔下部引出的溶液，經(jīng)加熱到120℃后進入再生塔底部。被再生為貧液，由塔底引入貧液冷卻器管內，被冷凝水冷卻到80

79、℃-90℃進入貧液泵，加壓到2.0MPa左右，再經(jīng)過過濾進入吸收塔上部。</p><p><b>　　循環(huán)水流程</b></p><p><b>　　流程圖如圖3.5</b></p><p>　　圖3.5 循環(huán)水流程</p><p><b>　?。?）流程簡單概述</b>&l

80、t;/p><p>　　循環(huán)水來自總管，從凈化氣冷卻器的下部進入，上部出來進入循環(huán)水總管。</p><p><b>　　軟水系統(tǒng)</b></p><p>　　軟水系統(tǒng)流程圖如圖3.6</p><p>　　圖3.6 軟水系統(tǒng)流程</p><p><b>　　（2）流程簡單概述</b>

81、;</p><p>　　從熱電站來的軟水，經(jīng)過CO2脫鹽水換熱器后，回熱電站渦爐給水使用。</p><p><b>　　冷凝水系統(tǒng)</b></p><p>　　冷凝水系統(tǒng)流程圖如圖3.7</p><p>　　圖3.7 冷凝水系統(tǒng)流程</p><p><b>　?。?）流程簡單概述<

82、;/b></p><p>　　從蒸汽煮沸器出來的蒸汽冷凝后進入冷凝水閃蒸槽，經(jīng)閃蒸回收蒸汽，降溫后，閃蒸槽經(jīng)自調閥進入冷凝水槽，在此匯合來自銅洗的冷凝水并一起進入冷凝水泵進口總管。由熱電站來的脫鹽水來調節(jié)和補充，經(jīng)泵加壓的大部分冷凝水經(jīng)自調閥組送往冷凝水槽。另外在泵出口總管設有排放管，必要時經(jīng)自調閥組進行排放。</p><p><b>　　蒸汽系統(tǒng)</b><

83、;/p><p>　?。?）蒸汽系統(tǒng)流程圖如圖3.8</p><p>　　圖3.8 蒸汽系統(tǒng)流程</p><p><b>　　（2）流程簡單概述</b></p><p>　　電站來的低壓蒸汽經(jīng)濕器以后分成三條線。一條進入再沸器；另外一條進入閃蒸器的第一，第二，第三級噴射器，噴射后的蒸汽直接進入再生塔作汽提氣；最后一條同往地下

84、槽，用于貯槽加熱，過濾活性碳再生作用。</p><p>　　3.3 脫碳工段主要設備的選擇</p><p>　　3.3.1 主要設備種類的選擇 </p><p>　　脫碳工段的主要設備為吸收塔和再生塔，可以分為篩板塔和填料塔兩種。篩板塔體積龐大，生產(chǎn)強度較低。而填料塔就體現(xiàn)出了它的優(yōu)點，所以大多數(shù)工廠采用填料塔。本設計同樣選用填料塔。常用的填料有不銹鋼、碳鋼、聚丙烯

85、制成的鮑爾環(huán)和陶瓷制的馬鞍形填料。由于熱鉀堿溶液能將陶瓷中的SiO2侵蝕出來，因而必須要選擇優(yōu)質的陶瓷做填料。目前還有塑料做的填料，其優(yōu)點是質輕耐腐蝕，缺點是不適于高溫操作，所以要用玻璃纖維來加強，而且使用溫度不能超過120℃。綜合考慮，本設計決定采用金屬鮑爾環(huán)填料。</p><p>　　3.3.2 主要設備裝置的選擇</p><p>　　吸收塔：由于采用兩段吸收，進入上塔的溶液量僅為全塔

86、溶液量的1/4到1/3，同時氣體中大部分的CO2又都在塔的下部吸收。因此在形狀上，吸收塔呈現(xiàn)上小下大。</p><p>　　上下塔內均裝有填料，為了使溶液能均勻的潤濕填料表面，除了在填料上層裝有液體分布器外，上下塔的填料又分為兩層，兩層填料間也安裝有液體分布器。每層填料都置于波紋狀態(tài)多孔支板上。氣體由上面和側面進入填料而液體由波紋的下孔流出，這樣的氣體分布均勻。填料采用金屬鮑爾環(huán)，大部分用碳鋼制作，只在每層填料的

87、上層和最下層采用不銹鋼制作的。下部設有消泡劑，防止液體產(chǎn)生旋渦將氣體帶入再生塔內，在吸收塔富液出口管上裝有防渦流擋板。</p><p>　　3.4 工藝操作條件的選擇</p><p><b>　　3.4.1 壓力 </b></p><p>　　吸收壓力：根據(jù)吸收反應式（3-1），可以知道加壓有利于CO2的吸收。提高吸收的壓力，同時提高了CO2的

88、平衡分壓，這樣就加快了吸收反應速度，提高了溶液吸收能力的同時也提高了溶液凈化度，降低了再生熱的消耗，生產(chǎn)裝置中吸收壓力的凈化度和吸收能力的影響如表3.2所示。</p><p>　　表3.2 吸收壓力的凈化度和吸收能力的影響</p><p>　　實驗表明，當CO2分壓低于12kg/cm2（絕壓）時，采用熱鉀堿法來吸收CO2是不經(jīng)濟的，此時再生所消耗的熱量大大增加，所以壓力越高越有利于吸收。

89、但是對于合成氨廠的脫碳工序來說，氣體的壓力是由前后各工序來決定的。因此系統(tǒng)吸收的壓力一般為14~20kg/cm2。</p><p>　　再生壓力:其是影響再生度和再生蒸汽的重要因素。再生壓力降低，再生蒸汽中CO2的分壓也低，而液體中CO2的濃度隨著液面上CO2的減小而迅速降低，這樣有利于CO2解吸。再生壓力降低可以減少再生時的熱量消耗，但是再生壓力也不能任意降低，要能夠解吸出來的CO2送到下一工序，一般控制在18

90、~40kPa。</p><p><b>　　3.4.2 溫度</b></p><p>　　碳酸鉀溶液在較高的溫度吸收CO2有許多優(yōu)點：</p><p>　　一、提高碳酸鉀在溶液中的溶解度，增加溶液吸收CO2的能力；</p><p>　　二、較高的溫度可加快吸收CO2的速度；</p><p>　　三

91、、吸收和再生在相近的溫度下進行，可以減少能量損失，充分利用熱量。但是溫度不是可以任意提高的，我們必須考慮溶液蒸發(fā)損失，設備的承受能力等不利因素。實際操作中一般控制在100℃到130℃。</p><p>　　由于CO2的析出反應要在不吸收條件下進行，再生塔得溫度一般控制在溶液沸點附近約105℃~110℃。受沸點的影響，煮沸器出口溶液為115℃左右，蒸汽溫度為150℃，壓力為0.4MPa。</p>&l

92、t;p>　　3.4.3 溶液的濃度</p><p>　　碳酸鉀溶液的濃度：增加碳酸鉀溶液的濃度可以提高吸收CO2的能力，同時可減少溶液循環(huán)量，提高氣體的凈化度，但是隨著溶液濃度的升高，設備和管道也會加快腐蝕。低溫操作，溶液會析出碳酸鉀結晶堵塞設備管道。因此通常把濃度定在25%~30%（質量百分比）。</p><p>　　3.4.4 活化劑的濃度</p><p>

93、;　　活化劑采用DEA，乙二醇胺。表3.3列出了加入DEA后碳酸鉀溶液的平衡分壓和吸收影響值。</p><p>　　表3.3 DEA對碳酸鉀溶液的平衡分壓和吸收影響值</p><p><b>　　4　工藝計算</b></p><p><b>　　工藝計算條件</b></p><p>　?。?）年合

94、成氨產(chǎn)量：5萬噸</p><p>　?。?）干變換氣組成和噸氨耗氣量(耗損量10%)：</p><p>　　表4.1 干氣變換氣組成成分</p><p>　?。?）進工段變換氣壓力為： 1.8MPa</p><p>　?。?）計算基準：

95、 50000/（330×24）=6.31tNH3/h</p><p>　　（5）鉀堿液比熱： 3.3kJ/(kg·℃)</p><p>　?。?）變換氣中各組分的比熱[kJ/(kg·℃)] [10]</p><p>　　表4.2 各組

96、分比熱</p><p>　?。?）以下計算均以每小時產(chǎn)1t合成氨為基準計算。</p><p>　　則干氣流量為4311.13m3/h=4.31 km3/h</p><p>　　4.1 物料衡算及熱量衡算</p><p>　　4.1.1 變換氣再沸器</p><p><b>　?。?）物料衡算</b>

97、;</p><p>　　①進口變換氣：溫度：170℃ 壓力：1.8MPa 干氣流量：4.31km3/h</p><p>　?、诔隹谧儞Q氣：溫度：125℃ 壓力：1.8MPa 干氣流量：4.31km3/h</p><p>　　③170℃飽和水蒸汽壓：0.792MPa；125℃飽和水蒸汽壓：0.232MPa[5]</p><p>　　④取變換

98、氣中水蒸汽飽和系數(shù)為：a=0.8</p><p>　?、?70℃時變換氣含濕量：</p><p>　　[aP水/(P0－aP水)]×M/22.4</p><p>　　=[0.8×0.792/(1.8－0.8×0.792)]×18/22.4</p><p>　　=0.437kg蒸汽/m3干氣</p&

99、gt;<p>　?、?25℃時變換氣含濕量：</p><p>　　[aP水/(P0－aP水)]×M/22.4</p><p>　　=[0.8×0.232/(1.8－0.8×0.232)]×18/22.4</p><p>　　=0.092kg蒸汽/m3干氣</p><p><b>

100、　?、呃淠髁浚?lt;/b></p><p>　　0.437－0.092=0.345kg蒸汽/m3干氣</p><p><b>　　則流量為：</b></p><p>　　0.345kg蒸汽/ m3干氣×4.31km3/h=1.49kg/h</p><p><b>　?。?）熱量衡算<

101、/b></p><p>　　表4.3 170℃及125℃水的熱焓</p><p><b>　?、賻霟?lt;/b></p><p>　　變換氣再沸器帶入熱 Q1=∑WCpT1 其中Cp=流量/22.4</p><p>　　=(4.31×10

102、3/22.4)×170×(0.2843×44×0.65＋0.012×28×0.754</p><p>　　＋0.5238×2×10.13＋0.1698×28×0.745＋0.0101×16×1.7)</p><p>　　=0.747×106kJ/h</p&

103、gt;<p>　　飽和水蒸汽帶入熱 Q2=WH</p><p>　　=0.437×4.31×103×2773.3</p><p>　　=5.22×106kJ/h</p><p>　　故總帶入熱 Q11=∑Qi= Q1 ＋Q2</p><p>　　=

104、(0.747＋5.22)×106</p><p>　　=5.967×106kJ/h</p><p><b>　　②帶出熱</b></p><p>　　變換氣再沸器帶出熱 Q1ˊ=∑WCpT1</p><p>　　=(4.31×103/22.4)×125×(0.2843

105、×44×0.65＋0.012×28×0.754</p><p>　?。?.5238×2×10.13＋0.1698×28×0.745＋0.0101×16×1.7)</p><p>　　=0.55×106kJ/h</p><p>　　飽和水蒸汽帶出熱 Q

106、2ˊ=WH</p><p>　　=0.092×4.31×103×2716.4</p><p>　　=1.08×106kJ/h</p><p>　　冷凝水帶出熱 Q3ˊ=WH</p><p>　　=1.49×103×525.02</p><p>

107、　　=0.78×106kJ/h</p><p>　　則總帶出熱 Q12=∑Qi= Q1＇＋Q2＇＋Q3＇</p><p>　　=(0.55＋1.08＋0.78)×106</p><p>　　=2.41×106kJ/h</p><p>　　所以變換氣再沸器熱量為</p><

108、;p><b>　　Q=Q11－Q12</b></p><p>　　=(5.967－2.41) ×106</p><p>　　=3.557×106kJ/h</p><p>　　4.1.2 變換氣分離器</p><p>　　（1）進口變換氣：干氣流量4.31km3/h 含濕量0.437kg蒸汽

109、/m3干氣</p><p>　　（2）出口變換氣：干氣流量4.31km3/h 含濕量0.092kg蒸汽/m3干氣</p><p>　?。?）分離冷水量：4.31×103×(0.437－0.092)=1.487×103kg/h</p><p>　　4.1.3 二氧化碳吸收塔</p><p>　?。?）操作條件

110、[9]</p><p>　　進塔氣溫度： 125℃ </p><p>　　出塔氣溫度： 80℃</p><p>　　出塔溶液(富液)溫度：

111、 120℃</p><p>　　下段進塔溶液(半貧液)溫度： 104℃ </p><p>　　上段進塔溶液(貧液)溫度： 80℃</p><p><b>　　（2）出塔濕氣流量</b></

112、p><p>　　干原料氣量： 4.31km3/h</p><p>　　125℃飽和蒸汽壓： 0.23MPa</p><p><b>　　水蒸汽流量</b></p><p

113、>　　V水=V干×[aP水/(P0－aP水)]</p><p>　　=4.31×103×[0.8×0.232/(1.8－0.8×0.232)]</p><p>　　=0.496km3/h</p><p><b>　　進塔濕氣含量</b></p><p>　　V濕 =

114、V干＋V水=4.31＋0.496=4.806km3/h</p><p>　?。?）溶液組分[9]</p><p>　　貧液轉化度 Fc1=0.25</p><p>　　半貧液轉化度 Fc2

115、=0.43</p><p>　　富液轉化度 Fc3=0.83</p><p>　　(此數(shù)據(jù)為Kel1099原始設計值，本次計算也依此為準)</p><p>　　Fc=M(KHCO3)/(M(K2CO3)+M(KHCO3)) (4-l)</p>

116、<p>　　式中M為單位體積溶液中K2CO3、KHCO3的摩爾濃度</p><p>　　貧液與半貧液的流量比 0.25︰0.75=1︰3</p><p>　　溶液中碳酸鉀含量為 398.4g/L</p><p>