有机合成装置

2024-06-11

有机合成装置（精选八篇）

有机合成装置篇1

2 基本设备的选型及其组合

2.1 装置的组合

在精细有机合成反应中, 反应釜加上几个高位槽的装置基本上就可以组成一套简易的反应装置, 此装置可以完成基本的反应操作, 如果在此装置的基础上添加一些功能性装置, 就可以完成多种生产任务。例如加装釜底视镜, 就可以完成萃取分层的实验操作;加装回流管路、回流冷凝器, 可以进一步完成回流反应和蒸馏的实验操作;加装离心机和母液箱, 在下回流管路中增设接收槽、视镜和平衡管就分别可以完成固液分离、母液转料以及减压蒸馏和水汽蒸馏的实验操作, 可视具体情况而定[5]。总而言之, 在实际生产实践中, 一条生产线上可以设计多个单元实验装置, 在增加单元装置时需要根据反应釜容积大小进行配置, 根据实验目的合理选择基本单元装置。但这样做在使用方便的同时会存在装置复杂、利用率较低、投资较大的问题, 可以根据实际情况以不同的连接方式进行装置的差异化连接。

2.2 装置的选型

在选择储槽时, 可按用途的不同选择高位槽、接收槽, 按材质的不同选择搪玻璃、不锈钢、工程塑料类储槽, 另外在使用高位槽几接收槽时应配液位计便于计量。当多个高位槽与反应釜通过导管进行连接时, 可以使反应釜共用高位槽以减少生产线上高位槽数量。另外可以加装轮子使高位槽具有移动性, 在具体情况下可以将高位槽推至所需反应釜前, 经软管连接后执行加料或滴加任务, 将含有中间体、回收溶剂、洗液和母液槽的接收槽加装轮子通过导管连接, 来精简装置数量, 节省资金。

离心机作为有机合成中固液分离操作的关键装置, 其重要性不言而喻, 在进行装置连接时应尽量缩短软管长度, 通常可以将三台反应釜连接到一台离心机上使用, 在实际生产实验时, 所生产的品种不同, 就需要选择不同类型的反应釜, 使用离心机及反应釜共同完成分离操作, 采用移动式的密闭母液箱配合移动离心机随时调节位置, 进而完成离心和转送物料的操作。

在选择冷凝器时需要考虑到压力、物料的适应性、腐蚀性、换热面积、换热效果、安装时是否便利等多方面的因素, 通常较小的反应釜搭配玻璃列管式冷凝器, 通过冷却水或低温冷冻盐水进行冷却处理, 选用玻璃换热器也能够实时观察溶剂的冷却情况。此外玻璃冷凝器还具有较好的传热性能和耐腐蚀性能。如对大型反应釜进行冷却, 通常选择不锈钢、石墨等材质的冷凝器。

釜式反应釜作为精细有机合成反应中极为关键的装置通常以搪玻璃为主要材质。由于搅拌转速对反应物料的混合起着决定性作用, 尤其是强放热反应、非均相反应, 搅拌适当与否关系着合成反应的成败。如果选型失误, 通过工业化放大效应, 将会严重影响产品质量, 在实际生产试验中应根据物料、温度、压力的变化, 选择不同转速的反应釜, 最大限度地满足生产要求。

3 总结

总而言之, 在进行精细有机合成操作时, 需要根据具体情况设计相应的配套装置, 以提高企业的经济效益, 扩大产品的市场占有率, 为我国精细有机化工行业的发展提供较强的推动力。

参考文献

[1]刘德峥.精细化工生产工艺 (第二版[) M].北京:化学工业出版社, 2008:3-6.

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[3]张登高, 王泳沛.试论无机化工多功能车间的设计[J].无机盐工业, 1998, 30 (6) :36-38.

[4]丁伟军.浅谈模块化多功能合成车间的工艺设计[J].医药工程设计, 2005, 26 (6) :11-13.

有机合成装置篇2

刘功年（安徽淮化集团有限公司 232038）2007-12-03 1 气体净化工艺技术的选择

我公司合成氨老装置原料气的净化技术采用的是栲胶脱硫，热碱洗脱碳，铜洗精制工艺，净化后原料气中（CO＋CO2)≤10×10，以满足合成氨生产的要求。该法存在：

（1）栲胶脱硫，气体净化度不高，气体中H2S含量50～80mg／m；

（2）热碱洗脱碳，再生能耗高；

（3）CO2产品气纯度不高，CO2 98.5％；

（4）铜洗精制工艺技术落后。

合成氨新装置（“18·30”工程）原料气的净化采用的是NHD溶液脱硫脱碳，甲烷化精制工艺。该技术工艺流程简单，气体净化度高。但仍存在：

（1）由于在工艺条件下每m溶剂吸收CO2、H2S气体能力的限制，溶剂一次投入量大，系统循环量大，电耗高，运转费用高。同时，由于溶剂价格高，一次投资费用较高。

（2）甲烷化精制工艺，损失部分原料氢气。

本次30×10t／a合成氨技改工程，经过充分调研与论证，最终选择中国寰球工程公司提供的具有自主知识产权的气体净化技术。该技术包括低温甲醇洗脱硫脱碳净化工艺和液氮洗脱除微量杂质的精制工艺两部分。该技术可完全解决前两套合成氨装置原料气净化工艺中存在的不足。

采用低温甲醇洗净化工艺和液氮洗精制工艺的显著特点是：

（1）由于甲醇在低温高压下具有对CO2、H2S、COS极大的溶解度，而对H2、CO溶解很少的特性，利用甲醇的这一特性，可极大提高气体净化效率，净化后气体中H2S≤0.1×10，CO2≤10×10。精制后，气体中CO≤2×10，Ar≤20×10，无CO2、CH4、O2、H2O等杂质。

（2）再生气纯度高，有利于利用与深加工。CO2解吸塔顶部的产品气中CO2≥99.0％，更适合用于尿素和食品级液体CO2的生产。甲醇热再生塔顶排出的硫化物（H2S＋COS）浓度高，（H2S＋COS）≥25.0％，利于硫回收技术的选择，更利于提高硫的回收率。

（3）利用甲醇在低温高压下，对H2S、COS的吸收速度和吸收能力比CO2大得多的特性，可在同一设备中吸收，解吸再生时再分开，可节省设备投资。

（4）甲醇洗净化装置中使用6台绕管式换热器，该换热器具有如下特点：

① 结构紧凑，单位容积具有较大的传热面积。

② 几股工艺物料可同时冷却或加热，由于冷、热端温差小，换热效率高。

③ 传热管的热膨胀可自行补偿。

④ 容易实现大型化，可减少设备台数。

（5）液氮洗精制装置前设置2台吸附器（一台运行，一台再生）。吸附器中装填的分子筛吸附剂，可将甲醇洗净化后气体夹带微量甲醇、H2O、CO2全部脱除上以免这些杂质在低温管道及设备内的冻结，给正常操作带来不利。

（6）低温甲醇洗净化和液氮洗精制的组合，在气体净化工艺上是最佳的组合。低温甲醇洗装置为液氮洗装置的工艺气体进行预冷和干燥；而出液氮洗装置的工艺气体返回甲醇洗装置，对工艺气体进行预冷，最大限度地回收了冷量。这样的组合，在冷量利用上最为合理。－6

－6

433－6

（7）液氮洗装置的关键设备“冷箱”，其内部的阀门、管道及管道组成件等全部选用铝合金材料，全部采用焊接连接，不存在法兰泄漏。

（8）甲醇作为溶剂，具有化学稳定性、热稳定性好的特点，且甲醇市场供应充足，价格相对便宜，消耗低，循环量小，运转费用低。

（9）整个净化装置环境效益好。

① H2S浓缩塔顶排出的尾气中，H2S＜25×10，甲醇＜125×10，低于国家大气环境污染物排放标准。

② 装置无废渣排放。

③ 甲醇／水分离塔底排出少量的废水（约200kg／h，甲醇≤250×10），送气化装置作制浆用水，不外排。工艺技术简述 2.1 工艺流程简介

（1）低温甲醇洗工艺流程说明

来自CO变换工序的5.4MPa（G）、40℃的原料气，进入甲醇洗工序。为防止原料气中的水分在预冷过程中结冰而向原料气中喷入甲醇，与循环气混合后，经过原料气冷却器（E-32201）与产品CO2气、尾气及合成气换热降温，然后进入甲醇／水分离罐（V-32201）中分离出冷凝液。原料气进入CO2吸收塔（C-32201）下部脱硫段；冷凝液经甲醇／CO2分离罐（V-32209）闪蒸出部分CO2后，送甲醇／水分离塔（C-32205）。

原料气中H2S和COS在CO2吸收塔（C-32201）下部（1～56层塔板）脱硫段被吸收，CO2气体在CO2吸收塔上部（57～93层塔板）脱碳段脱除。吸收CO2所释放出的溶解热使富甲醇温度升高，富甲醇分别两次自塔中引出，且在循环甲醇冷却器（E-32206）及循环甲醇氨冷器（E-32205）中冷却。塔顶引出的净化气送液氮洗工序。由于H2S和COS在甲醇中溶解度高于CO2，所以仅需用脱碳段（吸收塔上部）排出甲醇的一部分经脱硫甲醇泵（P-32208A／B）及脱硫甲醇冷却器（E-32219）降温后进入脱硫段，另外一部分经无硫甲醇冷却器（E-32217）及无硫甲醇氨冷器（E-32204）冷却，送无硫富甲醇闪蒸罐（V-32203）。无硫甲醇经过脱硫段吸收H2S和COS后成为含硫富甲醇，从塔底引出，经含硫甲醇冷却器（E-32203）、含硫甲醇第二换热器（E-32207）及含硫甲醇氨冷器（E-32220）降温、减压后送到含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）。

为了减少H2损失，两股富甲醇分别在含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）和无硫富甲醇闪蒸罐（V-32203）中闪蒸。

出无硫富甲醇闪蒸罐和含硫富甲醇闪蒸罐的解吸气体，进入循环气压缩机（K-32201），加压后返回原料气中。

出无硫富甲醇闪蒸罐的无硫甲醇继续减压并在CO2产品塔（C-32202）的顶部解吸，产生的解吸气体为产品CO2气的一部分，解吸后的无硫富甲醇分两股，其中一股用于洗涤CO2产品塔上升气流中的H2S，使CO2产品中的H2S含量符合尿素生产的要求。另一股到H2S浓缩塔（C-32203），洗涤上升气流中的H2S，使尾气中H2S的含量符合环保指标。

出含硫富甲醇闪蒸罐（V-32202）的含硫甲醇按比例分成两股。一股减压并进入CO2产品塔（C-32202）上段，解吸出含硫甲醇中的部分CO2、H2S，并用来自塔顶的无硫甲醇洗去H2S后，得到干净的CO2。它与进入塔顶解吸的无硫甲醇解吸出来的CO2相混合，一起离开CO2产品塔（C-32202）的顶部，即为CO2产品。产

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－6品CO2在含硫甲醇冷却器（E-32203）中与含硫甲醇换热后，再通过原料气冷却器（E-32201）回收冷量后送出界区。另一股含硫甲醇减压后进入H2S浓缩塔（C-32203）上段，并在此解吸。

CO2产品塔上段底部引出的富甲醇继续减压后进入H2S浓缩塔中部，解吸气体中的H2S用无硫富甲醇洗涤后，尾气自塔顶排出，其液体富甲醇则与来自塔顶而向下流动的甲醇混合到浓缩塔上段底部，用H2S浓缩塔上塔出料泵（P-32201A／B）抽出，经与再生后的贫甲醇在第三贫甲醇冷却器（E-32208）中换热并经循环甲醇冷却器（E-32206）冷却从吸收塔段间抽出的甲醇后，其温度升高，使溶解于甲醇中的CO2等气体解吸，经过循环甲醇闪蒸罐（V-32207），将气液两相分开。气相送入CO2产品塔。液相先经泵（P-32202A／B）加压后，再经含硫甲醇第二换热器（E-32207）加热后送入CO2产品塔（C-32202）的下段，CO2继续解吸，气-液分离后，液相减压并送到H2S浓缩塔下段的上部，在此段内用氮气汽提，使CO2解吸，而达到H2S被浓缩的目的。

氮气及汽提出的气体经升气板进入浓缩塔（C-32203）上段，与进到升气板上部的由甲醇中解吸出的CO2气体混合，经用塔顶流下的无硫甲醇脱硫后离开H2S浓缩塔的顶部，即为尾气。尾气经脱硫甲醇冷却器（E-32219）及原料气冷却器（E-32201）回收冷量后排至大气。

由H2S浓缩塔下段来的釜液用甲醇再生塔进料泵（P-32203A／B）加压，经第二贫甲醇冷却器（E-32209）、第一贫甲醇冷却器（E-32210）加热后进入甲醇再生塔（C-32204）。在甲醇再生塔中，富甲醇被再沸器（E-32211）加热到沸腾，所溶解的H2S、COS、CO2全部解吸，得到贫甲醇。

甲醇再生塔（C-32204）顶部，含H2S、COS、CO2和甲醇蒸气的排出气体，经H2S馏份水冷却器（E-32212）冷却后，进入甲醇再生塔回流液分离罐（V-32206）。在分离罐中气、液进行分离，所分离出的凝液经回流泵（P-32206A/B）加压送至甲醇再生塔顶部和甲醇／水分离塔（C-32205）顶部作回流液。气体经与冷H2S馏份在H2S馏份冷交换器（E-32214）中换热、再经H2S馏份氨冷器（E-32213）冷却，进入H2S馏份分离罐（V-32205）中进行气、液分离。气相中的一部分送到H2S浓缩塔（C-32203）下部，另一部分经H2S馏份冷交换器（E-32214）回收冷量后，去硫回收工序。

甲醇再生塔（C-32204）釜液即贫甲醇分为两股，少部分经甲醇／水分离塔进料泵（P-32205A／B）加压后，先经甲醇／水分离塔进料加热器（E-32216）换热后送入甲醇／水分离塔（C-32205）。大部分经第一贫甲醇冷却器（E-32210）冷却后送甲醇中间贮罐（V-32204）。贫甲醇经贫甲醇泵（P-32204A／B）自甲醇中间贮罐抽出、加压、经贫甲醇水冷却器（E-32218）冷却并分为两股。一股少量甲醇喷入原料气中，另一股则经第二贫甲醇冷却器（E-32209）和第三贫甲醇冷却器（E-32208）冷却后，进入CO2吸收塔（C-32201）上部。

来自甲醇再生塔（C-32204）塔釜的含水甲醇和来自甲醇／水分离罐（V-32209）的含水甲醇进到甲醇／水分离塔（C-32205）中。由甲醇／水分离塔再沸器（E-32215）提供热源，甲醇和水经精馏分离。甲醇蒸气离开塔顶进入甲醇再生塔（C-32206）。塔釜中的水送出界区。

低温甲醇洗工序所有排放的污甲醇皆收集到污甲醇地下罐（V-32208）中，然后用地下槽泵（P-32207）送甲醇／水分离塔或送甲醇罐区的污甲醇贮罐。

在低温甲醇洗工序停车与维修期间，装置系统中的甲醇送到污甲醇储罐。

低温甲醇洗系统所需冷量由氨合成装置的氨压缩机提供。

低温甲醇洗工艺流程图见图1。

（2）液氮洗装置工艺流程说明

来自低温甲醇洗工序的净化气，首先进入吸附器（V-32401A／B），将其中含有的微量甲醇和二氧化碳吸附，以免它们在冷箱内冻结而引起低温设备和管道的堵塞。吸附器由两台组成，内装分子筛，一台使用，一台再生，切换周期为24h，由程序控制器实现自动切换；分子筛再生用的气体为低压氮气（此低压氮气还被送往低温甲醇洗工序的硫化氢浓缩塔作汽提用氮）。

经分子筛吸附器处理后的净化气体送入冷箱，经过1冷却器（E-32405）和2冷却器

（E-32406），被返流的氮洗气、燃料气和循环氢气冷却，然后进入氮洗塔（C-32401）下部。其中所含的一氧化碳、氩和甲烷等在氮洗塔中被顶部来的液氮洗涤，精制后的氮洗气自氮洗塔塔顶离开，经过2原料气体冷却器复热，然后将高压氮气管线中来的氮气配入，基本达到氢氮气配比3∶1后（称为合成气），再经过1冷却器复热，其中大部分引出至低温甲醇洗装置交回由低温甲醇洗工序带来的冷量；另一部分继续在高压氮气冷却器（E-32404）中复热至环境温度后出冷箱，并与来自低温甲醇洗工序的复热后的合成气汇合、再经精配氮实现正确的氢、氮气化学配比后作为产品气体送入氨合成工序。

高压氮气来自界区外的空分装置，经高压氮气冷却器（E-32404）和1冷却器（E-32405）被返流气体冷却后，其中大部分经节流直接与自氮洗塔顶部来的氮洗气混合，基本达到氢氮气配比3∶1；其余部分

#####继续在2原料气体冷却器（E-32406）中冷却并液化，液氮进入氮洗塔（C-32401）顶部，作为洗涤剂，在氮洗塔中将净化气中的一氧化碳、氩和甲烷等杂质洗涤，使净化气得到精制。

氮洗塔底部的液体经过减压后，在氢气分离器（V-32402）中闪蒸，气相作为循环氢气，经过2冷却器、1冷却器和高压氮气冷却器复热后出冷箱，送至低温甲醇洗工序的循环气压缩机加压后再送入原料气中。由氢气分离器底部排出的液体，经过2冷却器、1冷却器和高压氮气冷却器送至燃料气系统。液氮洗工序流程图见图2。

#####2.2 低温甲醇洗和液氮洗工艺数据（见表1）

2.3 主要设备（见表2）

2.4 自控仪表

整个气体净化装置是通过DCS系统对生产过程进行监视、报警及回路控制，其中主要控制回路有：流量控制回路14套、压力控制回路14套、温度控制回路3套、液位控制回路22套、手控器9套。

吸附器内分子筛的吸附与再生的程序控制由DCS完成。

安全联锁（SIS）和紧急停车（ESD）也由DCS完成。3 净化装置费用初析

气体净化装置的投资概算：（根据BEDP）15952.76万元

气体净化装置运行费用初析：

① 化学品及公用工程消耗及费用

消耗量

单价（元）

费用（万元）

蒸汽

9.792×10t

80.00

783.36

循环水

298.2×10m

0.30

89.46

电

1047.96×10kW·h

0.52

544.94

低压氮气

7200×10

0.20

1440.00

甲醇

270 t

2200.00

59.40

冷量（－38℃）9.6×10kJ

37.52

360.19

② 大修理费用

558.35万元

③ 折旧费

1064.05万元

④ 管理费

55.84万元

合计：4955.59万元

则每吨合成氨在气体净化装置的运转费用为165.186元。4 技术创新与设计改进

中国寰球工程公司提供气体净化的专利技术，是根据前几套净化装置实际运行中存在的问题，在原设计的基础上，做了设计改进，使该技术更加完善。4.1 采用独特的新型塔盘，提高塔的分离效率

气体的净化是通过采用特定的溶液在一定的工艺条件下，对气体中的杂质组份（例如CO2、H2S、COS等）的吸收与解吸来实现的。而这一工艺过程是在塔设备内进行的。中国寰球工程公司提供的气体净化专利技术，就是利用甲醇溶液在高压、低温的工艺条件下对H2S、COS和CO2等杂质先进行吸收，使气体纯度提高，然后在低压、低温的工艺条件下，对H2S、COS和CO2进行解吸，在甲醇溶液达到再循环使用的同时，对H2S、COS和CO2加以回收和利用。这一个过程，主要是在前四个塔内（CO2吸收塔、CO2产品塔、H2S浓缩塔、甲醇再生塔）进行的。因此，塔内件的设计（塔盘结构、浮阀的选型与布置、溢流堰形式与高度的选择，降液管板的确定等）直接影响到塔盘上液体与气体的分布与流动。生产实际证明，避免流体（液体与气体）的不均匀性，是提高塔板上流体的传质速率，提高塔板效率的关键。在塔内件的设计与选择上，中国寰球工程公司做了大量的认真、细致的工作。

（1）在低温甲醇洗冷区的三个塔（CO2吸收塔、CO2产品塔、H2S浓缩塔）的内件设计中，采用华东理工大学“一种液体停留时间均布的塔盘”的专利技术（专利号：ZL98110893.8）。该专利技术的核心是：通过调整堰径比控制液流强度，改变降液管档板下口结构形式，使下出口液流趋于均匀；在降液管下口附近设塔盘入口堰，使液体在流入板面之前有一个再分布；设置不等高入口堰，合理选择入口堰斜度系数，适当降低入口堰两侧高度，可有效地消除弧形区域内的回流现象；方型浮阀（可限制旋转）的个数及有序

443布置，按气相高低负荷的需要，加以合理调整，确保传质功效稳定、持久。总之，采用上述措施后达到液体在塔盘上分布的均匀性，从而确保上述三个塔出口气体质量控制在工艺指标内。

（2）在低温甲醇洗装置热区的甲醇再生塔的内件设计中，采用浙江工业大学“新型齿边浮阀塔盘”的专利技术（专利号：ZL200520100562.X）。该专利的技术核心是：新型的齿边浮阀为鼓泡元件，气体进入阀孔后，首先冲向带有契型凹槽的阀盖，并转向两侧，避免了气流直接冲向平板盖而导致的逆向反冲现象；其次气体由两侧齿状的周边以不同的角度喷入液层中，使液层中气体的含率趋向一致，气液接触更加充分；最后，由于齿状周边增长，扩大了气液两相接触面积，被齿边分割若干股小气流喷入液层，使鼓泡更加均匀细化。总之，采用齿型阀的塔盘，气液传质效率有了显著的提高，克服了传统F1型浮阀的塔盘不能适应高效率、高通量、低能耗的要求。

新型齿边浮阀在石油化工、炼油、精细化工等领域获得广泛的应用。国内某大型企业的甲醇装置中，再生塔采用此浮阀，塔顶气相甲醇中含H2O＜0.06％，塔底液相中甲醇含量＜0.1％，取得了良好的效果。

（3）在低温甲醇冼装置热区甲醇／水分离塔的内件设计中，采用浙江工业大学“穿流筛板与填料结合的复合塔盘”的专利技术（专利号：ZL91103362.2）。该专利技术的核心是复合塔盘。该塔盘由穿流筛板和一段规整填料组成。不设降液管，气液是逆向流动。上部穿流塔板，消除了填料塔的壁流现象，下部规整填料起到均匀分布上升气体和下降液体的双重作用，强化了塔盘上鼓泡层的传质效果。同时规整填料层基本上消除了上升气流中的雾沫夹带，分离效率高。在已投产的甲醇／水分离塔中，使用此复合塔盘，塔顶气相甲醇中含H2O＜0.25％，塔底废水中甲醇含量＜0.05％，可见塔盘是高效的。4.2 提高换热器出口变换气温度，避免大量CO2冷凝

在原设计中，换热器出口变换气温度的工艺指标为－17℃。由于装置运行操作压力高，P＝5.4MPa（G）。变换气中CO2分压高（PCO2＝5.4MPa×0.4485＝2.42MPa）。在此压力下纯CO2冷凝温度为－15℃，因此有大量CO2冷凝。大量CO2冷凝会造成：

（1）带有大量CO2冷凝的甲醇-水送至甲醇／水分离塔。该物料严重偏离了该塔的设计平衡点，实际操作中，全塔的压力、温度波动较大，难以稳定，导致分离效果大大下降，塔顶气相含水量难以控制在正常工艺指标内（H2O≤0.637％），整个循环系统甲醇溶液中含水量无法达到≤0.5％的工艺指标。循环系统甲醇溶液含水量超标，对整个装置的运行是极为不利的。

（2）由于大量CO2冷凝，在甲醇／水分离塔塔顶气相中CO2含量增加，必然降低了气相中H2S浓度，不利于硫回收工艺技术的选择。

（3）由于变换气中CO2的大量冷凝，降低了CO2吸收塔进口气体中CO2浓度，甲醇溶液吸收CO2量必须减少，在其降压闪蒸时，T-S效应明显减弱，对系统的冷量分配不利。

为此，在本工程项目中，增加脱硫甲醇换热器和脱硫甲醇溶液泵，将由H2S浓缩塔顶排放的低温尾气（－69.7℃）的部分冷量，先用于冷却脱硫甲醇溶液，将其温度由－11.5℃降至－17.58℃，低温尾气温度由－69.7℃上升至－38.2℃后，再进入换热器，由于进换热器尾气温度上升，带入的冷量减少了，故换热器出口变换气温度可由－17℃上长升至－13℃，避免CO2气在此冷凝。

同时，由于利用尾气冷量，降低了脱硫甲醇液的温度，更利于甲醇溶液对H2S和COS的吸收。4.3 增强保冷措施，防止“冷箱”跑冷

中国寰球工程公司提供的气体净化专利技术，其液氮洗工艺中的关键设备“冷箱”，委托杭州杭氧股份有限公司设计与制作。在已投产的“冷箱”设备的底部曾出现过“跑冷”现象，既造成设备局部损坏，又造成冷量损失。

为了避免冷箱“跑冷”问题，杭氧股份有限公司在本工程设计和制作中采取了以下改进措施。

（1）冷箱内氮洗塔支座连接处，再增加一层酚醛层压板。

（2）冷箱底部骨架全部采用不锈钢材料，在冷箱下部（氮洗塔的位置）增加一支撑架。

（3）适当抬高冷箱内设备及管道的标高。

（4）在冷箱底部增加泡沫玻璃砖。

甲醇合成装置的动态模拟篇3

1 甲醇合成

1.1 基本原理

除此之外生成的副产物还有少量的乙醇及微量的醛、酮、醚及酯等。

1.2 甲醇合成物性方法的选择

甲醇合成系统物系为极性非电解质体系, BWR-Lee-Starling状态方程可用于低压非极性组分或弱极性混合物以及轻气体, 适用于含氢系统, 故可选择BWR-LS物性方法。【1】

1.3 甲醇合成动力学

以CO、CO2加氢的两个合成甲醇的反应作为独立反应, 选取LHHW方程来描述, 用气相中各组分的逸度来表示反应速率, 各组分逸度用SHBWR状态方程计算【2】, 从而可求出指前因子和反应的活化能等。

2 甲醇合成装置全流程稳态模拟

本设计根据辽宁锦西天然气化工有限公司的6万吨/年甲醇合成装置进行模拟, 全年开工率为330天, 精甲醇纯度为99.995%。甲醇合成反应器采用Lurgi型列管式固定床[3]气固催化反应器, 装填铜基催化剂。操作压力为5.3Mpa, 温度为230 (9) 。反应器壳程的锅炉水是自然循环, 温度230 (9) , 压力3.2MPa。这样通过控制沸腾水的蒸汽压力, 可以保持恒定的反应温度。其Aspen Plus稳态模拟图见图1。

通过在Aspen Plus中建立甲醇合成系统的模型, 并进行全流程的稳态模拟计算, 可以得出物流物料及能量衡算结果。见表1。

可以看出通过Aspen Plus软件模拟对年产6万吨甲醇合成装置所得到的数据与实际生产的数据比较吻合。因此, 模拟计算结果对实际的生产操作具有重要的指导意义, 也可为整个装置的各个工况的分析提供参考。

3 导入动态模拟

通过对稳态模拟流程的成功模拟, 可导出动态模拟流程文件, 利用Aspen Dynamics动态模拟软件进行动态模拟流程的建立【4】。本文将以LV型控制方案为例, 改变进料量对流程扰动分析。

3.1 LV型 (物料平衡控制) 方案

Aspen Dynamics自动生成的LV型控制方案中, 还需另外添加进料流量控制器。见图2。

在模拟过程中的0.8h时, 把进料量由321.388 kmol/h突然改变到331.6541 kmol/h, 增加幅度为3.112%;在13h时进料量改变到321.6541 kmol/h, 减少幅度为3.112%;在20h时进料量改变到301.6541kmol/h, 减少幅度为6.223%;在35h时进料量改变到321.6541 kmol/h, 增加幅度为6.223%, 在44h时停止模拟, 在进料流量扰动下T101和T102甲醇流量的波动情况如图3所示。

4 结语

从图3看出, 进料量增大或者减小, 预塔塔釜甲醇流量和主塔塔顶精甲醇流量都能作出迅速的响应, 而预塔塔釜甲醇流量波动持续时间在1h内, 后其趋于平稳。对于主塔塔顶精甲醇的流量, 其波动持续时间超过10h, 后其趋于平稳这说明了进料量的扰动对甲醇精馏过程造成了很大的影响。

在现实操作中我们不能频繁变动甲醇精馏装置的主要操作参数, 且不应进行大幅度的调整。不然会造成生产过程中各操作参数的波动, 从而影响精甲醇产品的纯度和生产效益。

参考文献

[1]谢克昌, 房鼎业.甲醇工艺学[M].北京:化学工业出版社, 2010.

[2]宋维端等.甲醇工学[M].北京:化学工业出版社, 1991

[3]胡国静, 张树增, 王键红.Lurgi型甲醇合成反应器的动态模拟[J].计算机与应用化学, 2006, 23 (9) :849–852.

[4]应卫勇, 房鼎业, 朱炳辰, 等.大型甲醇合成反应器模拟, 设计[J].华东理工大学学报, 2000, 25. (1) 5-9.

合成氨装置甲烷化改造与运行篇4

1 工艺技术方案

1.1 技改前氨合成装置生产工艺

正阳公司合成氨装置是以块煤为原料, 采用固定床间歇气化制半水煤气, 经脱硫、变换、脱碳、中压甲醇、净化, 送32.0MPa氨合成。2011年, 为降低合成氨电耗, 该公司新上一套22.0MPa氨合成系统。本次技改利用原先的1 000mm氨合成系统, 降压使用, 改造为甲烷化装置, 操作压力13.0MPa。

32.0MPa氨合成系统经过多次改造, 达到年产60kt合成氨能力, 采用后置式废热锅炉的工艺流程, 副产1.6MPa饱和蒸汽。流程简图见图1。主要设备包括1 000mm氨合成塔1套, 配700kW电炉, 内置F250m2螺旋板换热器;热交F90m2;冷交F78m2;水冷器F200m2;废锅F130m2;氨分700mm;油分700mm。

1.2 技改原则及设计参数选择

根据骏化集团统一规划, 本次技改尽可能利用现有设备及管道, 减少投资。

烷化装置设计处理醇后气量 (干) 22 500m3/h, 压力13.0MPa, 温度40℃, 烷化催化剂反应起始温度210℃, 进水冷气体温度小于80℃。净化后CO+CO2<10×10-6, 冷至40℃送后工序。气体组成见表1。

1.3 技改方案

由醇化工段来的醇后气, 在气气换热器 (利用原热交和冷交) 与出烷化塔 (利用原氨合成塔) 气体换热, 经蒸汽加热器 (利用原废锅) 加热至合适温度, 进入烷化塔;在塔内, 利用内置换热器, 与烷化后气体进行热交换, 最后通过电炉加热至烷化反应温度。

烷化后气体经塔内置换热器及气气换热器充分换热后, 送至水冷器 (利用原水冷器) 冷却, 经分离器 (油分和氨分) 除去冷凝水, 送往压缩机加压供氨合成。

流程简图见图2。

1.4 气气换热器能力的复核

根据上述的工艺参数, 将醇后气由40℃升至210℃, 进行烷化反应;烷化后气体经气气换热, 降至80℃, 送水冷。经计算, 烷化反应放热可使气体升温4.1℃, 粗略认为这部分热量用于抵消系统热量损失, 则醇后气升温需热量5.09GJ/h, 其中由烷化气换热提供约3.8GJ/h的热量, 系统需外加热量1.21 GJ/h (约338kW) 。进、出系统的醇后气与烷化气的换热, 通过气气换热器、塔内置换热器完成;系统需外加热量则通过蒸汽加热器及电炉实现。

我们分别计算了用电炉加热和电炉、蒸汽联合供热的情况, 如下。

根据生产经验, 换热器总传热系数取100W/ (m2·℃) 。

(1) 仅采用电炉外供热量

换热系统设备流程及温度醇后气40℃→气气换热器110℃→塔内置换热器170℃→电炉210℃→烷化气210℃→塔内置换热器150℃→气气换热器80℃。

经计算, 通过气气换热器及塔内置换热器的热交换量各2.1GJ/h, 各需换热面积145m2, 现有设备可满足要求。

现有系统中, 塔内置换热器有较大的换热面积, 将负担更大比例的换热量, 重新计算后, 复核各换热设备进出温度如下:醇后气40℃→气气换热器96℃→塔内置换热器182℃→电炉210℃→烷化气210℃→塔内置换热器124℃→气气换热器68℃。各设备换热量见表2。

(2) 采用蒸汽加热器与电炉联合外供热量

设计换热系统设备流程及温度醇后气40℃→气气换热器115℃→蒸汽加热器135℃→塔内置换热器190℃→电炉210℃→烷化气210℃→塔内置换热器155℃→气气换热器80℃。

经计算, 通过气气换热器换热量2.24GJ/h, 需换热面积156m2;通过塔内置换热器换热量1.64GJ/h, 需换热面积229m2;现有设备可满足要求并相匹配。各设备换热量见表3。

受投资、高品位蒸汽资源等因素限制, 最后选择了单独采用电炉外供热量的方式。

2 技改方案的特点

技改方案根据骏化集团正阳公司氨合成装置的特点, 充分利用了现有设备及管路。

改造后, 由原冷交、热交、合成塔内置换热器共同组成的气气换热系统, 具有换热面积大的优势, 进出烷化塔的气体换热充分, 从而降低了出烷化系统的气体温度, 回收了更多的热量, 减少了系统外加热量消耗, 同时亦降低了水冷器的负荷。方案的缺点是, 由于利用合成塔内置250m2换热器, 同时受投资、高品位蒸汽资源等因素限制, 无法采用蒸汽加热的方式, 使醇后气达到烷化起始反应温度, 必须采用电加热方式, 消耗电能。全部采用电加热时电炉功率需233kW。

3 需注意的问题

根据上述计算可知, 要充分利用塔内置换热器, 则需控制蒸汽加热器后入塔气体温度。温度过高, 内置换热器效率下降, 会造成出塔气温度升高, 增大气气换热器及水冷器负荷, 能耗增加, 严重时, 影响压缩机六段打气量, 还可能引起安全事故。设计时我们特别考虑了以下几个问题。

(1) 进塔气温度控制在小于150℃。为此, 蒸汽加热器采用1.6MPa饱和蒸汽作为热源, 全冷凝方式加热, 蒸汽进口设置调节阀, 与进塔气温度联锁, 同时蒸汽加热器设置旁路。

(2) 进系统醇后气作在线CO、CO2含量分析。

(3) 气气换热器的醇后气及烷化后气体出口设置调节阀门, 使气体流量相匹配, 换热器充分利用。

(4) 控制出烷化塔气体温度小于170℃, 保证其后的气气换热器 (原冷交、热交) 及管线不发生氢腐蚀。

4 运行结果

改造后烷化装置经过2个月的运行, 最大通过气量25 800m3/h, 采用电加热方式时, 各项指标如下:

进系统醇后气CO+CO2<0.1%

出系统烷化气CO+CO2<10×10-6

气体进出各设备温度进系统醇后气约40℃→气气换热器110℃→塔内置换热器+电炉220℃→塔内置换热器140℃→气气换热器70℃, 使用电炉功率约250kW。达到了设计预期效果。

操作时通过醇化控制进系统醇后气CO+CO2<0.1%, 满足烷化自热反应的要求。

气体进出各设备温度醇后气约40℃→气气换热器112℃→塔内置换热器217℃→烷化塔约260℃→气气换热器76℃。

出系统烷化气CO、CO2含量控制达到要求。

该操作方式塔内置换热器利用效率提高, 但合成弛放气量增加, 降低了合成氨的产量。

5 结语

合成气装置脱硫系统优化运行浅谈篇5

吉林石化公司化肥厂合成气装置于1982年投产, 原设计使用炼制大庆石油后的重油, 采用废锅流程, 在3.0MPa、1 350℃条件下, 部分氧化生成粗裂解气, 气体经过一系列净化工序, 制得合格的氢气和合成气, 最终提供给丁辛醇装置。其净化工序脱硫工艺采用改良ADA氧化法脱硫。

2003年由于原料供给改变, 其前部公司炼油厂开始掺炼部分俄油, 由于原料重油中硫含量大幅度上升, 导致脱硫塔塔内严重积硫且腐蚀严重, 2006年5月份更换了两台脱硫塔及部分管线, 投入生产后。缓解了脱硫系统存在的腐蚀泄露的隐患, 但积硫现象仍很严重, 无法长周期、连续化生产, 为此, 工厂开始组织对脱硫塔塔盘进行了改造, 并采取了一系列措施优化其运行, 并为此取得了良好的效果。

2 脱硫工艺原理与流程简述

2.1 工艺原理

化肥厂的合成气脱硫工艺采用改良ADA法脱除粗裂解气中的硫化氢。

其反应原理主要是以稀碱溶液 (Na2CO3) 为吸收剂, 蒽醌二黄酸钠 (ADA) 溶液为氧载体, 在五氧化二钒 (V2O5) 催化剂的作用下, 吸收裂解气中硫化氢, 实现气体脱硫的目的。

具体反应步骤如下:

(1) 稀碱溶液与硫化氢发生化学反应。

Na2CO3+H2S=NaHS+NaHCO3

(2) 硫氢化物被五价钒迅速氧化成元素硫, 而五价钒还原成四价钒

2NaHS+4NaVO3+H2O=Na2V4O9+4NaOH+4S↓

(3) 四价钒与氧化态的ADA作用, 生成还原态的ADA, 而四价钒迅速氧化成五价钒, 恢复了钒的氧化性能

Na2V4O9+2ADA (氧化态) +2NaOH+H2O=4NaVO3+2ADA (还原态)

(4) ADA溶液的再生是在再生塔中加入大量空气, 空气中的氧将还原态ADA氧化成氧化态ADA, 恢复了ADA的氧化性能, 同时单质硫被吹出

2ADA (还原态) +O2=2ADA (氧化态) +2HO2

2.2 工艺流程简述

气化工序来的裂化气从脱硫系统的脱硫塔底部进入, 塔底进入的气体与塔上部喷淋入塔的ADA溶液接触, 依据气液物性参与工艺反应, 实现脱硫处理后气体中H2S含量降低到5mg/m3以下。

脱硫后的裂解气从塔顶出来, 进入下一生产工序, 而吸收硫化氢后的脱硫溶液从塔底出来, 进入氧化再生塔, 在氧化再生塔底部鼓入空气, 使其与溶液充分混合。反应后析出的单质硫伴随气泡上升, 悬浮在各个氧化再生塔上部, 逐步凝聚成较大颗粒, 并汇集成硫泡沫自塔上溢流口流到硫泡沫槽至硫磺回收工序。

2.3 脱硫塔结构简介

2006年新更换的脱硫塔设计采用板式塔, 具体结构为两层升气塔板结构, 每层有三个升气管鼓泡器, 鼓泡器上气筒内径为273mm, 筒体上均匀分布18个通气格栅孔, 规格为300×10mm。溢流堰规格为480×1628×6mm, 塔板液相通道为降液管结构, 单流型, 塔内设计6个液体分布器, 每层塔板上部有一个分布器, 塔板下部有四个分布器, 莲蓬式喷射结构。脱硫塔内径为2.2m。

3 运行中存在问题及分析

通过5a多的运行时间来观察, 自加工掺炼俄油的渣油后, 脱硫工序问题不断, 其主要问题有:

3.1 运行周期短;设备、管线腐蚀严重

仅2006年1月份至5月份, 脱硫系统中脱硫塔、再生塔及附属工艺管线就泄漏20余次, 脱硫塔倒换切除、置换操作19次, 平均每7d一次, 从2006年5月份开始, 陆续对脱硫A、B吸收塔、氧化再生塔及附属的管线进行了更换, 脱硫系统腐蚀问题暂时得到了解决, 但堵塔现象依然很严重, 塔盘上硫膏积聚, 塔上部堵塞, 塔效率降低, 塔降液管堵塞造成阻力上升, 出口气体夹带溶液, 投用不到三个月脱硫塔就无法运行, 必须停塔清理硫膏, 无法实现连续化生产, 严重影响丁辛醇装置的稳定运行。

3.2 单质硫脱出、分离困难

改良ADA溶液是高效的脱硫剂, 脱硫及析硫过程较快, 加之析出的硫磺颗粒较细, 不易在再生过程中悬浮回收, 造成脱硫溶液中悬浮硫增多, 同时, 此期间过滤机设备老化严重, 经常出现故障, 造成过滤不及时, 溶液中的悬浮硫不能及时脱除, 并加剧造成脱硫塔内大量积硫, 且其单质脱出工艺设备采用转鼓过滤方式, 滤除过程中造成溶液中Na2CO3、V2O5、ADA等组分损失较大, 造成生产成本增加。

从存在上述问题的形成原因分析来看, 主要有以下几方面:

3.2.1 入口裂化气中硫化氢含量大幅度增加, 超过设计指标

从下表1可以看出, 俄罗斯原油中的硫、氮含量较高, 硫含量约为大庆原油的6.5倍, 原料油中硫含量高导致脱硫塔入口原料气 H2S含量由原来的200～300mg/m3增加到600～800mg/m3, 最高可达到1 000mg/m3 (见表2) , 远超过脱硫塔入口H2S含量不高于350mg/m3设计指标。

3.2.2 原脱硫塔和新增的脱硫塔的设计

在设计理念考虑中, 依然以原脱硫溶液的物系状况考虑 (实际粗裂解气硫化氢含量的增加, 可能导致黏度等物性也发生变化) , 进气格栅口太小, 容易积硫, 导致进气口堵塞, 塔板积硫严重, 堵塞降液管。

虽然该设计保证了足够的喷淋密度, 进一步提高了ADA溶液的雾化程度, 有利于吸收, 但没有考虑到改良ADA法容易积硫的问题。

3.2.3 生产运行过程中, 脱硫吸收塔阻力升高的原因及分析

在生产运行中, 改良ADA法脱硫溶液, 吸收H2S气体反应和单质硫析出反应都发生在脱硫吸收塔内, 大量粘度较大的单质硫在极短的时间内析出, 硫膏积聚在升气管鼓泡器的格栅孔处和降液管入口处越积越多, 使鼓泡器格栅状入口变小甚至堵塞。气量一定的情况下, 鼓泡器格栅孔变小后, 造成气体速度变大, 气体穿过栅孔及板上液层的能量损失就大, 造成上下相邻两板间的压强差增大, 这时降液管内的液层必然要增高才能克服两板间的压差, 否则液体不能下流, 当增高到越过溢流堰顶部是, 会使上下塔板间的液体相连, 且这种情况依次向上面各层板延伸, 造成液泛, 此时全塔操作被破环[2]。造成大量溶液滞留在塔板上, 而溶液滞留塔板后, 更加剧了硫膏大量积聚, 硫膏堵塞降液管入口, 全塔阻力急剧升, 出口气体带液, 无法继续操作。

4 改进措施及效果

由于更新后脱硫塔仍采用的板式塔结构, 吸收过程中物性变化较复杂, 且该对塔的设计改造各家均无实际的操作经验, 同时, 也找不到相近的设计资料, 因此, 组织相关工程技术人员经反复对全塔进行负荷性能和流体力学性能设计研究和多年的在问题状态下的操作实际经验, 工厂于2007年5月份检修期间对脱硫吸收的两个塔分别进行了改造, 具体改进措施如下:

1) 将A、B塔塔盘鼓泡器上气筒的通气格栅孔拆除、加大, 增大气相气体入口, 避免硫膏堵塞狭窄的通气格栅孔, 保证气体的流速保持恒定。

2) 一、二层塔板两侧溢流堰分别用等离子割开150×100mm豁口, 促使塔盘内溶液流动, 防止硫磺聚集在溢流堰底部。

3) 先对A塔上层塔板开六个ϕ50mm的孔, A塔二层塔板开9个ϕ50mm的孔;对B塔上层塔板开6个ϕ50mm的孔, 对B塔二层塔板开10个ϕ50mm的孔。开孔后使塔板上的溶液能够及时下降到下层塔板, 避免了塔板积液, 减少硫膏的积聚。

4.1 精心调整脱硫塔循环溶液分配量

认真调整脱硫塔各喷头流量, 由循环总量110m3/h合理分配给各喷头, 其中喷射器流量15～20m3/h, 其余各小喷头10m3/h, 顶部喷头30～50m3/h, 在保证喷射吸收的前提下, 适当加大塔顶部的喷射量, 克服了从前喷射量不足从而造成塔板积硫、使气道堵塞的现象。通过精心调整各喷头循环溶液流量, ADA出口指标始终保持在1.6mg/m3左右 (工艺指标要求小于5mg/m3) , 保持了较高的净化度, 为后部生产提供了合格的原料气。

4.2 改善补碱方法, 节约用碱

脱硫系统由于采用转鼓过滤, 造成一定的溶液损失, 需要对系统补充组份。过去对溶液补碱采用的是一次性大量加入, 其缺点是补加过程中损耗大。通过近期补碱实践研究证明采用小剂量加入并且各组份协调补充能起到较好的效果, 在运行过程中, 各组份变化很小、损失量很小。我们现在采用的是碳酸钠、ADA、酒石酸钾纳、五氧化二钒一起加入进行配比溶液, 效果非常好, 目前脱硫溶液浓度控制在0.35N左

右, 保持低限控制, 既能保证净化度又能达到节碱的目的。按消耗每月需补碱2t, 通过强化过滤, 水洗硫膏, 能够达到每月节碱1t。

4.3 强化过滤, 提高溶液再生效果

硫回收岗位目前采用硫泡沫溢流进行过滤, 现硫磺回收系统为双泡沫槽, 一个保持溢流, 一个保持过滤。在双槽都过滤完毕后, 利用循环槽导淋进行倒槽过滤操作, 在溢流操作过程中始终保持双再生塔连续溢流, 形成的硫泡沫及时从系统中移出, 同时对再生塔保持连续的空气吹入, 控制指标为500m3/h以上, 既完成了硫泡沫颗粒的增大, 同时也使系统中需要的空气及时补入, 强化了溶液的再生效果。由于溶液再生效果比较好, 溶液中硫磺能够及时分离除去, 降低了溶液中的悬浮硫, 脱硫塔内积硫减少, 整个系统达到了良性循环。

4.4 改造后效果

(1) 在原料油使用高含硫重油的条件下, 脱硫后的工艺气体仍然达标合格, 确保了丁辛醇系统装置的正常生产, 安全效益较好。

(2) 脱硫系统优化改进后, 该系统自2008年6月4日检修开车后, 一直平稳运行至2009年11月30日, 连续运行超过了500d, 彻底解决了脱硫塔运行周期短的问题。

总之, 通过采取了一系列措施, 合成气装置的脱硫系统能够安全平稳运行, 实现了连续化生产, 在氧化法脱硫中, 由于各个企业的工艺、设备以及管理上的差异较大, 出现的问题也不同。我们仅对我厂出现的问题进行粗浅的探讨, 还有更多更深层次的问题需要进一步的探讨, 解决生产实际问题达到指导生产的目的。

参考文献

[1]罗杰英, 付向民, 张国静.浅析掺炼俄罗斯原油对重油催化裂化装置产品分布及质量的影响[J].甘肃化工, 2004, (3) .

一种特殊的金刚石合成结构装置篇6

现有金刚石合成装置, 是利用叶蜡石的流动性进行密封, 但合成之后只有12条棱边部位的叶蜡石起到了密封作用, 而其他部分的叶蜡石均不参与结构的密封, 由合成效果剖面图分析可知, 棱角内部叶蜡石使用量存在过剩现象, 相应的还会影响一定的传压性[1]。

白云石外衬具有很好的保温性能和传压性能, 但白云石不直接与硬质合金顶锤接触, 而是通过叶蜡石传导压力, 由于叶蜡石流动性较好的缘故, 使得硬质合金顶锤前进的位移较大, 相应的顶锤之间的相互作用力增大, 减少了压力向内部传导。同时由于叶蜡石保温性能较白云石差, 导致内部温度散失到顶锤的热量偏多, 造成部分电能浪费并降低了顶锤的使用寿命。

2 对现有合成结构的改进

优化材料分布:

白云石保温层的优化改进

图3为原来的叶蜡石块模型, 图叶蜡石块模型。

叶蜡石块模型。

通过对保温结构和密封结构的改进, 能够减少顶锤前进的位移和降低内部热量的散失。由热传导方程

叶蜡石在常温常压下热导率常用数据为:9.04W/m·K, 在6.5GPa、1600℃时为43.95 W/m·K, 可见, 高温高压过程使叶蜡石热导率产生了非线性变化。[3]

纯矿物白云石化学组成 (量比重) 为CaO (30.41%) , CO2 (47.73%) , MgO (21.86%) , 通常分子式写成CaMg (CO3) 2, 其空间群为C32-R3, 硬度为3.5~4, 密度为2.86g/cm3[4]。同时, 白云石具有较高的热膨胀系数, 较低的热导率和稳定的高压物相, 用它制成金刚石合成的高压腔保温层, 可以减少腔内压力梯度, 屏蔽矿物成分及杂质进入高压腔, 提高金刚石合成效果。白云石的热导率远低于叶蜡石[5]

经实际数据统计, 采用新结构之后, 硬质合金锤温温度较原来降低了10℃~15℃, 使用合成使用功率降低约3%, 由于顶锤前进位移的减少, 互相挤压力减小, 液压油显示压力降低了2.5MPa, 同时顶锤受到内部热量的辐射情况减轻, 使得硬质合金顶锤的平均使用寿命大大提高。

3 合成腔体内部优化

由图5的圆柱型石墨柱改成图6的圆方结合形石墨柱, 由于改进前后石墨柱高度不变, 圆柱石墨柱的直径d与改进后石墨柱两平行边的距离相等, 则石墨柱前后体积变化如下:

①改进前石墨柱体积:

②改进后石墨柱体积:

则体积变化为:

体积增加量为:

(V2-V1) /V1·100%=17.91%

由上述计算可得, 单块合成体积增加量为17.91%。大大提高了生产效率。

4 改进介绍

本项研究是基于更充分的利用材料特性, 更合理的结构分配和尺寸设计, 减少热量的流失, 使得人造金刚石单次合成产量达到最大化, 而辅助材料的消耗更少。

为实现上述目的, 本试验所采用的试验材料有:新型石墨柱、分体式带孔叶蜡石块、碳纸带、半封闭式保温碗、复合型白云石等, 如图7所示:

5 改进效果分析

(1) 成本低廉:本结构与正常组装结构相比, 用于密封的材料减少, 在叶蜡石资源紧缺的情况下, 有更好的发展空间。

(2) 有更大的经济效益:利用本结构, 可以提高单次合成量近17.91%, 间接地扩大了合成腔体, 同时使用了相对较低的总压力, 降低了顶锤的消耗;该结构还具有较好的保温性能, 不仅仅节约了3%的电能, 同时因具有较好的隔热能力, 使散失到顶锤上的热量大大减少, 有效地提高了顶锤的寿命。

(3) 安全性能好。该装置有意地增加了边角薄弱部位的密封设计, 有效地控制了气泡的发生, 降低了总体的压力, 减少了铰链梁因受力过大而发生断裂的几率。

6 结论

一种特殊的金刚石合成结构装置, 核心是:通过对合成腔内部特征的分析, 内部成分和组成的修改, 有效地控制了热量的浪费, 扩大了合成腔体, 提高了压力传导的效率, 使金刚石合成成本降低, 为金刚石发展起到了推动性作用。

参考文献

[1]李瑞, 马洪安, 尹斌华, 等.基于ANSYS的金刚石合成腔内的温度分析[J].吉林大学学报, 2008.

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合成气装置TSA运行分析与优化篇7

1 TSA工艺原理及吸附剂选择

1.1 TSA工艺原理

TSA即变温吸附,是气体组分在固体材料上吸附能力的差异以及吸附容量在不同温度下的变化实现分离[1]。使用温度升降的循环操作,低温下能大量吸附强吸附组分,高温时吸附容量降低使得吸附组分得以脱附,通过把加温气体通入吸附剂层,使吸附剂温度升高,被吸组分解吸,然后被加温气体带出吸附器。再生温度越高,解析越彻底。吸附剂得到再生后,经冷却再在低温下吸附强吸附组分。变温吸附技术尤其适合在常温状态下强吸附组分不能良好解析的分离[2]。

1.2 吸附剂的选择

吸附剂是多孔固体颗粒,它具有巨大的表面积。选择一种吸附剂,要考虑其对气体中的不同组分具有选择性吸附作用,有较高的吸附传质速率,能简便经济地再生,且在使用过程中可以保持较高的湿容量,要具备良好的化学稳定性、热稳定性、机械强度等物理性质,而且易获得价格低廉。

常用的吸附剂有:硅胶、活性氧化铝、活性炭、分子筛等,另外还有针对某种组分选择性吸附而研制的吸附材料,它们均具有较大的比表面积[3]。吸附性能的优劣直接影响到装置的投资、操作和产品的质量。扬子合成气装置TSA主要吸附水和二氧化碳,吸附器采用了双层床结构,在吸附器底层装一层活性氧化铝。它先将进料气体中所含的大部分水分吸附掉,而分子筛则主要用于清除二氧化碳及其它有害物。同时活性氧化铝还具的抗酸性,对分子筛具有保护作用,采用双层吸附床,可以延长纯化器的使用周期。吸附剂具体参数见表1。

2 TSA运行工艺流程

2.1 工艺简介

天然气经蒸汽转化后的粗合成气,主要气体成分为:氢气、一氧化碳、二氧化碳、甲烷。经过aMDEA(甲基二乙醇胺)溶剂脱除了绝大部分的二氧化碳,再经过冷干机冷却分液后进入TSA吸附塔进行净化。进吸附塔中的合成气中还含有饱和的水蒸汽以及约20mg/kg的二氧化碳等杂质,这部分杂质在后续冷箱进行深冷分离过程中会冻结析出,造成冷箱设备和管道堵塞,致使装置无法正常生产,所以在合成气进入冷箱之前必需要把这些物质除去。吸附塔再生的气体来自冷箱,该气体主要为甲烷、氢气及少量氮气。再生后的气体送至蒸汽转化系统作为转化炉的主要燃料。该装置由两台吸附塔、再生加热器、再生冷却器和再生水分离器组成。其中一塔吸附,另一塔再生。简单的工艺流程见图1所示。

2.2 运行过程

2.2.1 吸附过程

合成气从吸附塔底由下至上通过吸附剂,微量的水及二氧化碳被依次吸附。吸附理论上分为两个阶段。第一阶段为外扩散,即吸附质从气体主流通过吸附剂颗粒周围的气膜到颗粒表面,而后发生吸附,称作外表面吸附。第二阶段为内扩散,即吸附质分子从颗粒外表面未被吸附而进入颗粒内部,被内表面吸附。而内扩散还分为表面扩散和孔扩散。表面扩散是吸附质分子沿着粒内的孔壁向深处扩散,孔扩散是分子向其它孔中扩散。分子吸附过程按顺序进行,先外扩散再内扩散而后吸附,脱附时逆向进行。在吸附剂及吸附质一定的情况下,吸附容量与温度、压力或浓度有关。温度降低,吸附容量增加;压力升高,吸附容量增加。

2.2.2 再生过程

降压过程:在吸附进行时操作压力较高,再生时通常为常压或抽真空,以降低吸附质的分压,改变条件破坏原有的吸附平衡,使吸附质的分子脱附。泄压时,分子筛吸附的水分、二氧化碳等分子会部分解析出来;这利用了随吸附质分压力下降,吸附容量减少的规律。因解析需要能量,故必须吸收热量,这部分热量来自分子筛床层本身,因此床层温度下降,气体出口温度下降。

加热过程:加热气体采用冷箱再生释放气,释放气通过蒸汽加热器进行加热。对于双层分子筛吸附塔,加热温度为200℃左右。加热气体由吸附塔分子筛床层进入,与合成气逆向而行,分子筛床层吸收热量并温度逐层下移,使之被吸附的杂质解析,并将热量贮存在床层中,以再生气出吸附塔温度作为操作的依据。加热阶段刚开始,加热气体使靠近工艺气出口的分子筛床层温度升高,并供给水分、二氧化碳脱附能,故本身温度又迅速下降再生气气体出口温度甚至会下降到然后随继续加热才逐渐升高。当再生气气体出口温度达到150℃时,停止加热,热吹结束。

冷吹过程:在冷吹阶段所用再生气体仍为冷箱释放气,释放气不经过加热。显然,气体进入分子筛床层温度迅速下降,靠近入口侧的床层温度也随之下降。由于热量向再生气出口侧推移,出口侧床层将继续升高,这部分分子筛继续再生。再生气出口温度也将逐渐升高并达到温度最高点,即冷吹峰值,冷吹峰值温度可达160℃以上。控制冷吹峰值一般可作为分子筛加热再生完成的指标。过冷吹峰值后温度又开始下降,直到常温。这说明分子筛已再生完毕、待用。冷吹阶段再生气出口温度也可能会出现两个或三个峰值,这往往是由于分子筛床层不平整,有厚有薄所致。分子筛再生过程中温度变化曲线如图2所示。

2.2.3 准备过程

分为升压、预浸、并联过程。升压过程:吸附塔顶部通入净化后的合成气,吸附床层内压力升高至吸附压力。升压时由于微量的杂质、水分、二氧化碳被吸附床层吸附,温度将升高。如果冷吹再生不彻底,此时温度升高较高。预浸过程:其实就是一个吸附过程,由于吸附剂将吸附合成气中的少量一氧化碳,这一方面会导致吸附塔温度上升,另外会影响冷箱进料组成及流量。所以预浸时通过吸附床层的流量很小,缓慢使吸附剂对一氧化碳达到吸附饱和,这样就避免了以上的不良影响。并联过程:就是合成气同时通过两个吸附塔,每床的流量为50%,由于新吸附塔床层出口温度高,并联可以减小床层出口温度过快上升,以免影响冷箱进料温度升高过快,同时为切换吸附塔做准备。

3 TSA运行情况及优化

合成气装置在投料生产后,TSA程序自动运行稳定,吸附塔床层出口二氧化碳含量小于0.1mg/kg,达到了设计要求,满足了生产需要。但TSA程序运行及切换过程中对上下游装置的运行产生了一些影响,使装置稳定生产受到波动。主要表现在:TSA降压步骤导致转化炉炉温的波动;TSA程序切换导致冷箱进料量和温度的波动。

3.1 转化炉温度波动分析及优化

TSA在进入降压程序后,床层分子筛吸附的水分、二氧化碳等分子会解析出来,所以再生气的组成发生变化,燃料热值变低,如不进行干预炉温会降低10℃左右,影响转化炉转化率,改变了转化气组成,直接导致冷箱进料组分改变,影响装置稳定运行。根据原因分析采取优化措施如下:(1)将降压程序时间由原设计20min改为60min,使泄压阀开度斜率变缓,减小再生气对燃料热值的影响;(2)在TSA程序切入降压步骤时,操作员手动干预炉温,即增加补充天然气流量,维持转化炉燃料热值稳定,保证转化炉温稳定,确保装置稳定运行。TSA优化前后对转化炉出口温度影响对比见图3。

3.2 冷箱进料影响及优化

TSA在切入升压步序后,由于采用冷箱进料气作为升压气体原设计在内床层压力由升至过程中,冷箱进料量短时间内减少约0.45%,影响了冷箱稳定运行,装置产品产量同比下降。通过改变TSA程序时间来延长升压步序时间至60min,使其对冷箱进料量影响幅度变小。优化运行后,升压步序对冷箱进料量的影响降为0.22%,根据冷箱的运行情况其影响范围在冷箱自动调节可控内。优化后进料量变化见图4。

4 结语

TSA装置的运行优化基本上是通过增加降压和升压步序的时间来完成,所以导致另一吸附塔的吸附总时间相应增加1h,但通过合成气装置TSA的运行效果检验,吸附塔出口的合成气中二氧化碳含量小于0.1mg/kg,同样达到质量要求,并未造成二氧化碳等杂质发生穿透。通过对TSA运行程序的优化,TSA程序自动运行稳定,且分析结果表明其运行和切换步序对转化炉和冷箱的影响都已经明显降低,确保了合成气装置的稳定长周期运行

参考文献

[1]杨涌源.分子筛前端净化中的PSA和TSA工艺[J].深冷技术,2001(3):1-5.

[2]杜宇乔.变压吸附制氢工艺革新进展[J].广州化工,2009(2):58-59,80.

有机合成装置篇8

1 存在的问题

污水装置原设计处理能力为100 m3/h[1], 但实际处理能力仅为35~55 m3/h, 远远低于设计值。由于污水装置处理量小, 当上游污水量大时, 为避免出水超标, 只能限制上游送污水装置水量, 将污水缓存至上游沉降池, 择机再送至污水装置进行处理。污水装置处理能力小, 应对上游废水负荷波动的能力差, 环境风险大。

2 原因分析

污水装置在日常运行过程中主要表现为出水氨氮含量较高, 这一现象直接制约着该系统负荷的提升。

本套装置采用活性污泥法对污水进行生化处理。影响微生物降解能力的因素主要有以下几点:废水量、废水成分、溶氧、水力停留时间、p H、水中有毒有害物质的种类和浓度等。

2.1 废水量的影响

合成氨系统运行产生的废水量基本都在设计范围内, 数据见表1。

从表1可知, 各主装置实际产生的废水及总量并未超出设计值, 对污水装置处理能力没有影响。

注:热电站废水送煤气化北面沉降池处理, 不直接送污水装置。

2.2 废水成分的影响

本套污水装置处理的废水主要来自上游煤气化装置、合成车间甲醇洗工段、生活污水。各处污水成分均不同, 但除煤气化废水氨氮含量外, 其他成分含量基本上都在设计范围内。从统计数据看, 煤气化废水实际氨氮含量长期高于设计值150 mg/L, 且污水装置日常运行过程中出水氨氮含量常常接近最大允许值, 为避免出水超标, 工艺车间只能将污水装置总进水量控制在30~50 m3/h。

2.3 溶氧的影响

正常运行期间, 活性污泥池溶氧控制指标为:2#池<3.0 mg/L, 3#池3.0~6.0 mg/L。为确保溶氧指标控制在正常范围内, 当出现溶氧超标现象时, 工艺车间将开大供气阀, 或关小放空阀, 保证曝气充足。

活性污泥池正常运行期间表面应比较平静, 并伴有微小气泡, 但现场局部出现波涛翻滚现象, 曝气剧烈, 且曝气头损坏频繁。

产生上述曝气不均的主要原因是局部供气流量、压力大, 超过曝气头的承压能力, 导致曝气头破裂。曝气头损坏区域曝气效果不好, 进而影响整个活性污泥池的出水水质。

2.4 水力停留时间的影响

根据对现场实际情况的了解, 活性污泥池有效容积2 800 m3, 通过调节污水回流量, 完全可以达到足够的水力停留时间。

2.5 p H的影响

现场活性污泥池进水p H均能保持在控制指标6~9内, 不是影响污水装置处理能力的因素。

2.6 有毒有害物质的影响

废水中的CN-会影响硝化细菌的活性, 现场运行情况显示活性污泥池进水CN-均在控制范围内, 基本不会对硝化菌产生抑制作用。

3 整改措施

综合上述分析, 可确定制约污水装置处理能力的主要因素为:煤气化废水氨氮含量高、活性污泥池曝气不均匀、不充足。