90万吨焦化厂粗笨工段工艺设计

90万吨焦化厂粗笨工段工艺设计
90万吨焦化厂粗笨工段工艺设计

目录

化工设计课程设计任务书 (1)

摘要 (3)

ABSTRACT (4)

一、概述 (5)

1.1设计依据 (5)

1.1.1依据 (5)

1.1.2设计项目名称: (5)

1.1.3生产能力: (5)

1.1.4 生产方法:阐明本设计所采用的生产方法 (5)

1.1.5主要技术经济指标: (6)

1.1.6设计进度:初步设计 (8)

1.2生产方法的确定 (8)

1.2.1生产方法的论证 (8)

A蒸汽加热法生产一种苯工艺 (8)

B管式炉加热富油脱苯 (10)

1.2.2具体理由是: (11)

1.3车间组成及生产制度 (12)

二、化工计算(物料衡算和热量衡算) (12)

2.1生产工艺流程示意图 (12)

2.2计算依据 (13)

2.4热量衡算 (17)

2.4.1终冷塔计算 (17)

2.4.2吸苯塔的计算 (21)

2.4.3塔径的确定 (24)

三、主要设备的工艺计算及设备的选型 (25)

3.1.填料吸收塔的附属设备 (26)

3.1.1.泵的选择 (26)

3.1.2.工艺管道的材质选用 (26)

3.1.3.吸苯塔的附属设备的选择 (26)

四、原材料、动力消耗定额及消耗量 (31)

4.1原料消耗综合表(P350表10.3) (31)

4.2能量消耗综合表 (32)

4.3排出物综合表 (33)

五、致谢 (34)

六、参考文献 (35)

七、附图 (35)

化工设计课程设计任务书

一、化工课程设计题目

年产xx万吨xxxxxxx车间(或工段)工艺的初步设计

二、化工课程设计要求及原始数据(资料):

原始数据(资料):

包括:年产量、年操作时间、转化率、收率,原材料的规格及原料配比等。

如果是间歇操作还应该有操作时间和操作条件等。

二、化工课程设计主要内容:

一、绪论

二、生产流程或方法的确定

三、物料衡算和热量衡算

四、主要工艺设备的计算及选型(包括设备一览表)

五、原材料、动力消耗定额及消耗量

六、参考文献

七、致谢

八、附图(带控制点的工艺流程图和关键设备的结构图)

时间安排:

共设计四周,前2周收集资料,进行工艺流程的设计、物料和热量衡算,后两周进行设计说明书的撰写、工艺流程图和设备图的绘制。

三、学生应交出的设计文件:

课程设计说明书一本

带控制点的工艺流程图一套(要求手工绘制2#图纸)

主要设备结构图一套(要求CAD绘制,2#图纸)

主要参考文献(资料):

1、《化工设计》王静康主编1995年版化学工业出版社出版

2、《化工原理》(上、下)2001年版天津大学化工原理教研室编天津科学技术出版社出版

专业班级化工工艺09xx 学生

要求设计工作起止日期 2012年11月25日至2012年12月21日指导教师签字日期

教研室主任审查签字日期

系主任批准签字日期

摘要

这是一篇介绍粗苯回收工段的设计任务书,这篇任务书主要写了有关粗苯回收工段的有关设备和有关设备的安装和运行的具体要求和原理。

炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。煤在炼焦时除了有75%左右变成焦炭外,还有25%左右生成各种化学品及煤气,这些气体在前边工段的吸收和利用下已经降到了很低的水平,在粗苯的回收工段主要进行的是一些有关的吸收苯的过程,在这些过程中有的反应比较发杂有的只有物理原理,粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物,粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等,此外,还含有一些不饱和化合物,硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时,则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。

粗苯是谈黄色的透明液体,比水轻,不溶于水。在贮存时,由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下,粗苯的比重是0.891~0.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质,闪点12℃.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4~7.5%(体积)范围内时,及形成爆炸性的混合物。

粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180℃前蒸馏出量的百分数来确定,粗苯的沸点范围是75~200℃,180℃前溜出量越多,粗苯质量越好;在180℃后的溜出物则为溶剂油。

粗苯易燃易爆,要求工段必须严禁烟火,并对电动机加以防爆。

关键词:

粗苯,回收,洗油,吸收塔

Abstract

This is an article introducing design specification of crude benzene recovery section, this task book is written on the crude BenzoL recovery section of related equipment and specific requirements for the installation and operation of the equipment and principle. Comprehensive utilization of coal coking chemical industry is a professional. Coal in coking Shi in addition to has 75% around into Coke outside, also has 25% around generated various chemicals and the gas, these gas in front section of absorption and uses Xia has fell has is low of level, in rough benzene of recovery section main for of is some about of absorption benzene of process, in these process in the some reaction comparison made miscellaneous some only physical principle, rough benzene is multiple aromatic family and and other multiple hydrocarbons composition of complex mixture, rough benzene of main components is benzene, and xylene, and toluene and the three toluene,, in addition, Also contains a number of unsaturated compounds, phenolic and pyridine-alkali sulphides and a small number of classes.

When wash oil recovery of benzene hydrocarbons gas, in which doping is still a small amount of light fractions. Crude benzene is on yellow transparent liquid, lighter than water, does not dissolve in water. When in storage, because the light of unsaturated compounds formed by the oxidation and polymerization of resin-like substance can be dissolved in crude BenzoL and quickly dimmed its coloring. At room temperature, proportion of crude benzene is 0.891~0.92kg/L.

Crude benzene is flammable and explosive substances, 12 °c flash point. crude benzene vapor concentrations in the air 1.4~7.5% (size) range, and the formation of explosive mixtures.

Quality of laboratory distillation of crude benzene distillation percentage before 180 °c when determined boiling range distribution of crude benzene is 75~200℃, 180 ?? slipped out before the more, better quality of crude benzene; at 180 degrees c for solvent oil slipped out after. Crude benzene inflammable and explosive, requires that section pyrotechnics is strictly prohibited, and explosion-proof of motive.

Key words: Crude benzene, recycling, wash oil, absorption tower

说明书正文

年产90万吨粗笨工段工艺初步设计

绪论

一、概述

1.1设计依据

1.1.1依据

依据有关部门下达的设计任务书或可行性研究报告的批文,环境影响报告书的批文,技术引进报告的批文,设计合同,其他文件等。

对于本次化工设计课程设计,设计依据是指导老师下达的设计任务书。1.1.2设计项目名称:

年产90万吨粗笨工段工艺初步设计

1.1.3生产能力:

年产90万吨

1.1.4 生产方法:阐明本设计所采用的生产方法

洗油吸收法

用洗油在洗涤塔中回收煤气中的苯族烃,再将吸收了苯族烃的洗油(富油)送入脱苯蒸馏装置中,以提取粗苯,脱苯后的洗油(贫油)经过冷却后,重新送至洗涤塔循环使用,洗油吸收法又分为常压吸收法和加压吸收法,加压吸收法可以强化生产过程,适用于煤气远距离输送或用作合成氨

厂原料的情况下采用。

1.1.5主要技术经济指标:

产品物理化学性质、技术指标及用途

主要原辅材料的物理化学性质、技术指标及供应

用洗油回收煤气中的粗苯的方法,所用的洗苯塔有多种型式,但工艺流程基本一样。

煤气经最终冷却到25~27℃后,进入洗苯塔。塔前的煤气含粗苯

32~40g/标m3,塔后的煤气中含粗苯低于2g/标m3。

从脱苯工序来的贫油,含苯0.2~0.4%,进入贫油槽,用贫油泵进入洗苯塔顶部,从塔顶喷淋而下,含苯量增至 2.5%左右。用富油泵将富油从塔底抽出,送往脱苯工序。脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。

图2-5 洗苯工艺流程图

1-填料洗苯塔 2-富油泵 3-贫油中间槽 4-贫油冷却器

从脱苯工序来的贫油,含苯0.2~0.4%,进入贫油槽,用贫油泵进入洗苯塔顶部,从塔顶喷淋而下,含苯量增至 2.5%左右。用富油泵将富油从塔底抽出,送往脱苯工序。脱苯后的贫油送回贫油槽循环使用。

本设计所选用的就是这种工艺流程,但洗苯塔有多种形式,选择合适的塔型是值得研究的。

用洗油回收煤气中的粗苯的方法,所用的洗苯塔有多种形式,但工艺流程基本一样,用塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程见图2-6。

洗苯塔底部为洗油接受槽,用钢板与煤气部分隔开,从塔顶下来的洗油经U 型管流入该槽,U型管内有一定的液位,足以封住煤气,阻止它进入油槽从放散管溢出。

洗苯塔喷头上方设置捕雾器,以捕集煤气带出的油雾,减少洗油损失,塔顶还有一个喷口,以清洗捕雾层。

图2 -6 塑料花环填料塔回收粗苯的工艺流程图

1-富油泵 2-塑料花环洗苯塔 3-贫油槽 4–贫油冷却器 5-贫油槽

1.1.6设计进度:初步设计

1.2生产方法的确定

1.2.1生产方法的论证(包括原料路线的选择、工艺路线的选择,几种方法中选择一种,理由要写充分).

由洗苯工序过来的含苯富油需进行脱苯。脱苯工艺与很多种,我国焦化厂均采用水蒸汽蒸馏法脱苯。按照粗苯产品可以分为生产一种苯工艺和生产两种苯工艺,按照富油的加热方式可以分为蒸汽加热法和管式炉加热法。下面就蒸汽加热生产一种苯工艺和管式炉加热法生产一种苯工艺分别进行介绍。

A蒸汽加热法生产一种苯工艺

图3-1 生产一种苯的工艺流程(蒸汽加热富油脱苯)

1-贫油冷却器 2-贫富油换热器 3-预热器 4-再生器 5-热贫油槽

6-脱苯塔 7-重分缩油分离器 8-轻分缩油分离器 9-分凝器 10-冷凝冷却器

11-粗苯分离器 12-控制分离器 13-粗苯槽 14-残渣槽 15-控制分离器本设计采用生产一种苯工艺,用直接蒸汽蒸馏的方法脱苯,现将各种工艺流程及选用的设备介绍如下:

由洗涤(洗苯)工序来的富油,在分缩器下面的三个换热筒体中,被脱苯塔来的蒸汽加热至70~80℃,然后进入贫富油换热器,被来自脱苯塔底的温度为130~140℃的热贫油加热至90~100℃,最后在富油预热器中用大于8kgf/cm2的间接蒸汽加热到135~145℃,在从脱苯塔的第十二层塔板进入塔内。

富油在塔内逐板向下溢流,在由塔底进入的直接蒸汽的蒸吹作用下,富油中绝大部分粗苯,洗油部分轻质馏分及萘,从洗油中蒸出来并同一定量的水蒸气从塔顶逸出.

温度比富油的预热温度约1~2℃的油气和水汽混合物,进入分缩器顶上一格用冷水冷却,从而使大部分洗油气和水汽冷凝下来,从分缩器顶部逸出的即为粗苯蒸汽。为得到合格粗苯产品,可用冷却水量控制分缩器顶部蒸汽温度,使其在86~89℃的范围内。

由分缩器顶部逸出的粗苯蒸汽进入蒸汽冷凝冷却器,在此用冷水冷凝冷却到25~30℃,再经粗苯分离器将水分出后即进入粗苯贮槽,并定期用产品泵送往精制车间或出售。

进入分缩器的油气和水汽混合物,在分缩器底部两个所形成的冷凝液实

施油气中的重馏分,即重分缩油。轻重分缩油分别进分缩器,在与水分离后进入富油中并一起送往脱苯塔。

在三个油水分离器,排出的分离水均进入控制分离器进一步分离,以减少洗油的损失。

从脱苯塔底排出的贫油温度比富油的预热温度约低3~5℃(130~140℃)热贫油流入贫富有换热器,与富油换热并被冷却至110~120℃后,在回到脱苯塔底的热贫油槽中,在此用热贫油泵送到喷淋式贫油冷却器,冷却至25~30℃后,在送往洗苯塔循环喷洒。

由于洗油在循环使用的过程中质量会变坏,为保持循环洗油的质量,将循环油量的1~1.5%有富油入塔前的管路或脱苯塔加料板以下的一块塔板处引入洗油再生器,洗油被10~12kgf/cm2的间接蒸汽加热至160~180℃,并用过热直接蒸汽直接蒸吹,从再生器顶部蒸吹出来的温度,留在再生器底部的高沸点聚合物及油渣称为残渣。可以靠设备内地蒸汽压力间歇地或连续地排至残渣油槽。从再生器排出的残渣油,300℃前的馏出量要求低于40%,若馏出量过高会大大增加洗油耗量。

洗油再生器操作之好坏,还对洗油耗量有较大的影响,在洗苯塔后煤气中所夹带的洗油较少分离良好的情况下,如洗油再生器操作正常,则生产每吨180℃前的粗苯的焦油洗油约为50kg,石油洗油的耗量较高,约为50~100kg.(故此设计采用焦油洗油)

B管式炉加热富油脱苯

该工艺与蒸汽法脱苯工艺相同,唯一的区别在于富油经贫富油换热器后,不是用蒸汽加热而是用管式炉加热至180~200℃后,再进入脱苯塔。

管式炉加热的富油脱苯工艺,因富油的加热温度高,同蒸汽法脱苯比较具有以下优点:

1.富油在管式炉内加热至180℃左右,脱苯程度高,贫油中粗苯含量可降至0.1%左右,从而使粗苯的塔后损失减小,粗苯的回收率可高达95~97%

2.蒸汽耗量低,每生产一吨180℃前的粗苯耗蒸汽约1~1.05吨且不受蒸汽压力波动的影响,操作稳定。

3.酚水含量少,蒸汽法脱苯,每吨180℃前粗苯要产生3~4吨工业酚水,而管式炉法只产生1.05吨以下的酚水。

4.设备费用低,蒸汽耗量显著降低,大大缩小了冷凝冷却和蒸馏设备的尺寸,从而使设备费用大为降低。

因此,本设计选用管式炉加热法生产一种苯工艺。

图3-2 生产一种苯的工艺流程(管式炉加热富油脱苯)

1-脱水塔 2-管式炉3-再生器4-脱苯塔5-脱苯塔油水分离器6-油气换热器

7-冷凝冷却器8-富油泵9-贫富有换热器10-贫油泵11-贫油冷却器

12-粗苯分离器13-回流槽14-控制分离器15会流泵16-粗苯槽17-萘油槽

18-残油槽19-粗苯产品回收泵20-萘油泵21-残油泵

生产过程的主要反应及反应热(全部的反应方程式)

生产过程的主要副反应及反应热

影响化学反应的主要因素,如温度、压力、催化剂、溶剂的选择等。

本次设计使用第二种方法

1.2.2具体理由是:

富油脱苯是典型的解析过程,实现粗苯从富油中解析出的基本方法:提高富油的温度,使粗苯的饱和蒸气压大于其分压,使粗苯由液相转入气相,为提高富油的温度,有两种加热的方法,即采用预热器蒸汽加热富油的脱苯法和采用管式炉煤气加热富油的脱苯法,前者是利用列管式换热器用蒸汽间接加热富油,使其温度达到135~145℃后进入脱苯塔。后者是利用管式炉用煤气间接加热富油,使其温度达到180~190℃后进入脱苯塔。后者由于富油预热温度高,与前者比有以下优点:脱苯程度高,贫油含苯量可达到0.1%左右,粗苯回收率

高,蒸汽耗量低,每产生1t180度的前粗苯蒸汽耗量为1~1.5t,仅为预热器加热富油脱苯的1/3,产生的污水量少,蒸馏和冷凝冷却设备的尺寸小等。因此,各国广泛采用管式炉加热富油的脱苯工艺。

1.3车间组成及生产制度

该车间主要由那几个工段组成及设计范围的要求。

粗苯工段岗位定员

从表中可看出,每班四人,其中一人任班长,整个工段设工段长一人,维修工两人,共十九人。

生产制度是指年工作日(300天/年),班组制度(5班3运转)、8小时/班等。

二、化工计算(物料衡算和热量衡算)

这部分内容是课程设计中的主要工作,在实际工业设计中,也是必不可少的,是设计做种结果的主要依据,主要包括物料衡算、热量衡算,必要时加上有效能衡算。

2.1生产工艺流程示意图(物料衡算和热量衡算的依据)及生产工艺流程示意图叙述

按生产顺序,从原料到成品一次叙述各种物料所经过的设备及其在该设备中所发生的变化;写出可能的化学反应方程式,说明其工艺条件,如温度、压力、流量及物料配比等。

设备的选型和计算是根据前述的粗苯工段工艺流程中提出的要求进行的。计算过

程中对一些参数的选择,要求考虑实际操作,选型要求考虑实际操作需要外,还需考虑设备的型号是否为国内大量生产的系列,以便检修和更换零件。另外,该工段大部分是定型设备计算只能作为选择的参考。并且计算过程中选择了许多设计定额中的数据。

a、煤气产率:11.2%,全焦率:79%,一年按365天,一天24小时。

b、煤气中杂质组成(煤气的分子量为10.4)

S 0.02 g/Nm3煤气

杂质:H

2

NH

0.03 g/Nm3煤气

3

HCN 0.3 g/Nm3煤气

苯 28.45 g/Nm3煤气

萘 0.4 g/Nm3煤气

焦油微量 g/Nm3煤气

煤气入终冷塔的温度:55℃,压力约为1200mmH2O(表压) ,煤气露点:40℃

c、当地大气压:9373mmH2O

d、洗油平均分子量:160,洗油密度:1055kg/m

e、公用工程:循环水:32-40℃ 2; 低温水:16-23℃; 饱和蒸汽:5kgf/cm

f、比热:洗油:液相C=(0.403+0.0081t)/1.055 kcal/kg℃

气相(焓)i=62.2+0.403t kcal/kg.

粗苯:液相C=0.383+0.001043 kcal/kg℃

气相(焓)i=103+(20.7+0.026t)t/82.2 kcal/kg.

2.2计算依据

任务书所给的具体条件,配比、转化率、反应时间等

干煤气产量

G煤气=9×10^5×0.112/0.79

=14566 kg/h

式中:——单位干煤煤气产率。

V煤气=M/ρ=1.2759×10^8/0.45=32367 Nm3/h

式中:ρ——煤气密度,0.45 kg/Nm3;

煤气中H

S含量

2

G H2S= V煤气×0.02

=32367×0.02

=0.64734 kg/h

式中:系数产率0.02 g/Nm3煤气

=0.64734/1.518

=0.13 Nm3/h

式中:——H

S密度,1.518kg/Nm3

煤气中苯含量

G苯= V煤气×28.45

=32367×28.45

=920.836 kg/h

式中:系数产率28.45 g/Nm3煤气

=920.836/3.667

=251.11 Nm3/h

式中:——粗苯密度,3.667kg/Nm3

煤气中氨含量

G 氨= V煤气×0.03

=32367×0.03

=0.9710 kg/h

式中:回收率0.03 g/Nm3煤气

V氨=0.9710/8.37

=0.15 Nm3/h

式中:密度,8.37kg/Nm3

煤气中HCN含量

G HCN= V煤气×0.3

=32367×0.3

=9.710 kg/h

式中:回收率0.3 g/Nm3煤气

V HCN=9.710/1.57

=6.18Nm3/h

式中:密度,1.57kg/Nm3

煤气中粗萘含量

G = V煤气×0.4

=32367×0.4

=12.946 kg/h

式中:回收率0.4 g/Nm3煤气

V萘=12.946/0.4

=32.18 Nm3/h

式中:——粗苯密度,kg/Nm3

塔前煤气中水蒸气量

煤气入终冷塔的温度:55℃,压力约为1200mmH2O(表压) ,煤气露点:40℃

V=(34729-2270.25)×5740/(10322+1200-574)

=1701.8 Nm3/h

=1701.8×18/22.4

=1361.44 kg/h

排水:1816.2-1361.44=454.8kg/h

塔后煤气中水蒸气量

塔后温度T2 = 20℃,

=(34729-2270.25)×238/(10332+1200-238)

=684 Nm3/h

=684×18/22.4

=547.2 kg/h

排水:1816.2-547.2=1268.99kg/h

2.3 物料衡算

对过程主要设备或工序进行物料衡算。根据设计任务通过物料衡算求出进出各设备的物料量。

计算水:

V总=

10332

1200

6

.9

752

]1

)

18

.

32

18

.6

15

.0

13

.0

11

.

251

32367

[(

+

?

+

+

+

+

+

+V 11541V1=24396125+752.96V

联合方程解出V1=2270.25 Nm3/h=1816.2kg/h

V总=34729Nm3/h

横管终冷器的计算

出塔煤气含量:

2.4 热量衡算

2.4.1终冷塔计算

热负荷、传热系数的计算;换热面积的计算(或校核),冷热介质用量等的计算。

1、第一段带入热量Q入

(1)干煤气带入热量

=14566×0.73×55

=584824.9 kj/h

(2) 水带入热量

=1816.2×621

=1127860.2 kj/h

(3)粗苯带入热量

q3 = 920.836×0.26×55

=13167.95 kj/h

(4)H2S带入热量

=0.6473×0.24×55

=8.54436 kj/h

(5)萘带入热量

=12.946×0.31×55

=220.7293 kj/h

(6)32℃水带入热量

32W

Q入= q1+q2+q3+q4+q5+q6

=584824.9+1127860.2+13167.95+8.54436+220.7293+32W

=1726082.324+32W kj/h

2、带出热量Q出

(2)干煤气带出热量

=14566×0.73×40

=425327.2 kj/h

(2) 水带出热量

=1361.44×613

=834562.72 kj/h

(3)粗苯带出热量

q3 =920.836×0.26×40

=9576.7 kj/h

(4)H2S带出热量

=0.6473×0.24×40

=6.214 kj/h

(5)萘带出热量

=12.946×0.31×40

=160.5304 kj/h

(6)40℃水带出热量

40W

故总带出热量为:

+q’

5+q’6

=131939.534+40W kj/h

计算得W1=50835.35 kj/h

1、第二段带入热量Q入

(1)干煤气带入热量

=14566×0.73×24

=255196.32 kj/h

(2) 水带入热量

=1816.2×606

=33160.2 kj/h

(3)粗苯带入热量

q3 = 920.836×0.26×24 =5746.02 kj/h

(4)H2S带入热量

=0.6473×0.24×24

=3.73kj/h

(5)萘带入热量

=12.946×0.31×24

=96.32kj/h

(6)32℃水带入热量

32W

Q入= q1+q2+q3+q4+q5+q6

=592722.49+32W kj/h

W2=40370.95 kj/h

温差计算:

煤气:55℃→40℃→24℃

16℃→33℃→43℃

Δt= 12 7 8

年产18万吨合成氨、30万吨尿素项目建议书

一、项目概况 1、项目名称:年产18万吨合成氨、30万吨尿素项目 2、合作方式:独资、合资、合作、贷款等均可 3、建设单位:XX煤业有限责任公司及合作单位 4、建设性质:新建 5、建设范围:内蒙古自治区XX自治旗XX矿区 6、建设内容及规模:以XX矿区丰富的褐煤资源为依托,建设年产合成氨18万吨、尿素 30 万吨的项目。可联产轻质油4752吨/年、煤焦油 14454吨/年,氨水(16%)27720吨/年、粗酚1980吨/年 7、建设期限:项目建设期为4年,即2005年4月-2008年9月。 8、投资估算及资金筹措: 投资规模:总投资为147215万元,其中建设投资 138703万元,流动资金8512万元。 本项目资金来源可以是贷款、风险投资等。 9、经济评价 经济评价一览表

二、项目区基本情况 1.地理位置 XX矿区位于内蒙古自治区呼伦贝尔市XX自治旗境内的东北部,地处大兴安岭西麓。其地理坐标是东经120°24′~120°38′、北纬49°09′~49°16′。矿区西连海拉尔区,东接牙克石市,南临巴彦嵯岗苏木,北至海拉尔河,与陈巴尔虎旗隔河相望,南北宽约13.7Km,东西长约46.1Km,总面积385.7Km2。XX火车站东距牙克石18Km,西距呼伦贝尔市64Km,滨州铁路线由东向西穿过XX矿区,北有301国道,铁路经过牙克石可达齐齐哈尔,哈尔滨乃至全国各地,经海拉尔可达满州里市,民航经海拉尔机场可达北京、呼和浩特等地,交通十分方便。 2.煤炭资源及煤质情况 ⑴资源情况 XX煤业公司拥有XX矿区、扎尼河矿区、伊敏河东区、陈旗巴彦哈达矿区、莫达木吉矿区五大矿区。煤炭储量丰富,XX矿区精查储量17.3亿吨;扎尼河矿区预计储量15.8亿吨;伊敏河东区普查储量58.4亿吨,其中详查储量6.1亿吨,精查储量2.3亿吨;巴彦哈达区预计储量49.0亿吨;莫达木吉矿区普查储量30.0亿吨。煤田内煤层集中,赋存稳定,构造较简单,倾角小,沼气含量低,埋藏较深,适宜于井工大型机械集约化连续生产。 ⑵煤质情况

年产3000吨丙烯氰(AN)合成工段换热器工艺设计1

年产3000 吨丙烯氰合成工段换热器工艺设计

目录 一、设计说明 (3) 1.1 概述 (3) 1.2丙烯腈生产技术的发展概况 (3) 1.2.1国外的发展情况 (3) 1.2.2国内的发展情况 (4) 1.3 世界X围内产品的生产厂家、产量 (6) 1.4世界X围内生产该产品的所有工艺及其分析 (7) 1.4.1环氧乙烷法 (7) 1.4.2 乙炔法 (7) 1.4.3丙烯氨氧化法 (7) 1.5设计任务 (8) 二、生产方案 (8) 2.1 工艺技术方案及原理 (8) 2.2 主要设备方案 (9) 2.2.1催化设备 (9) 2.2.2控制系统 (10) 三、物料衡算和热量衡算 (10) 3.1 生产工艺及物料流程 (10) 3.2 小时生产能力 (14) 3.3 物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.1反应器的物料衡算和热量衡算 (14) 3.3.2废热锅炉的热量衡算 (17) 3.3.3空气饱和塔物料衡算和热量衡算 (18) 3.3.4 氨中和塔物料衡算和热量衡算 (21) 3.3.5换热器物料衡算和热量衡算 (27) 3.3.6丙烯蒸发器热量衡算 (32) 3.3.7丙烯过热器热量衡算 (33) 3.3.8氨蒸发器热量衡算 (33) 3.3.9气氨过热器 (34) 3.3.10 混合器 (34) 3.3.11 空气加热器的热量衡算 (35) 3.3.12吸收水第一冷却器 (36) 3.3.13 吸收水第二冷却器 (36) 四、主要设备的工艺计算 (37) 4.1 空气饱和塔 (37) 4.2 水吸收塔 (40) 4.3 合成反应器 (43) 4.4 废热锅炉 (45) 五、环境保护要求 (46) 5.1丙烯腈生产中的废水和废气及废渣的处理 (46) 六、参考文献 (50) 1设计说明

年产20万吨合成氨项目可行性研究报告

年产20万吨合成氨项目 可行性研究报告 第一章总论 1.1概述 1.1.1项目名称、主办单位名称、企业性质及法人 项目名称:20万吨/年合成氨项目 主办单位:X 企业性质:股份制 企业法人: 邮编: 电话: 传真: 1.1.2可行性研究报告编制的依据和原则 1.1. 2.1编制依据 1.原化工部化计发(1997)426号文“化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定”(修订本); 2.《中华人民共和国工程建设标准强制性条文》; 3.《建设项目环境保护设计规定》[(87)国环字第002号]及国务院

(98)253号文; 4.《建设项目环境保护管理办法》; 5. 污水综合排放标准:(GB8978-96); 6.大气污染物综合排放标准:(GB1629-1996); 7.合成氨工业水污染物排放标准:(GB13458-2001); 8. 环境空气质量标准:(GB3095-1996); 9.锅炉大气污染物排放标准(GB13271-2001); 10.恶臭污染物排放标准(GB14554-93); 11.城市区域环境噪声标准(GB3096-93); 12..工业企业厂界噪声标准(GB12348-90); 1.1. 2.2编制原则 1.实事求是的研究和评价,客观地为上级主管部门审议该项目提供决策依据。 2.坚持可持续发展战略,企业生态环境建设,实现社会、经济、环境效益的统一。 3.坚持以人为本的原则,创造优美的企业环境。 4.合理有序的安排用地结构,用地功能布局考虑产业用地与生态环境协调发展。 5.根据工厂的区域位臵及性质,严格控制污染,污水的排放应遵循大集中小分散的原则。 6.在满足生产工艺及兼顾投资的前提下,尽可能地推广新技术、新工艺、新设备新材料的应用,以体现本工程的先进性。

年产20万吨PVC合成工段工艺设计毕业设计

毕业设计(论文)任务书 化学化工院化工系(教研室)系(教研室)主任: (签名) 年月日 学生姓名: 学号: 专业: 化学工程与工艺 1 设计(论文)题目及专题:年产20万吨PVC合成工段工艺设计 2 学生设计(论文)时间:自 2 月 20 日开始至 6 月 2 日止 3 设计(论文)所用资源和参考资料:1)化工设计;2)化工设备设计;3)化工工艺设计手册;4)有机合成;5)株洲化工厂现场实习资料。 4.设计(论文)完成的主要内容:1)总论;2)生产流程及生产方案的确定; 3)生产工艺流程叙述;4)工艺计算; 5)工艺管道设计; 6)安全与节能; 7.技术经济. 5.提交设计(论文)形式(设计说明与图纸或论文等) 1. 带控制点生产工艺流程图; 2. 车间立面布置图; 3. 合成塔结构图。 4 厂房设计平面图 6 发题时间:二○一一年二月二十日 指导教师:(签名) 学生(签名)

内容摘要 本文讲述了我国聚氯乙烯工业生产技术的发展进程和目前状况,包括原料路线、工艺设备、聚合方法等。本设计采用悬浮法生产聚氯乙烯,介绍了采用悬浮法生产PVC树脂工聚合机理,工艺过程中需要注意的问题,包括质量影响因素,工艺条件及合成工艺中的各种助剂选择,对聚合工艺过程进行详细的叙述。并且从物料衡算、热量衡算和设备计算和选型三个方面进行准确的工艺计算,对厂址进行了选择,采取了防火防爆防雷等重要措施,对三废的处理回收等进行了叙述,画出了整个工艺的流程图。 关键词:聚氯乙烯;生产技术;悬浮法;乙炔法;乙烯法; 防粘釜技术;

目录 第一章总论 (2) 1.1 国内外 pvc发展状况及发展趋势 (2) 1.2 单体合成工艺路线 (3) 1.2.1乙炔路线 (3) 1.2.2乙烯路线 (4) 1.3聚合工艺实践方法 (5) 1.3.1本体法聚合生产工艺 (5) 1.3.2乳液聚合生产工艺 (5) 1.3.3悬浮聚合生产工艺 (6) 1.4最佳的配方、后处理设备的选择 (7) 1.4.1配方的选择 (7) 1.4.2后处理设备侧选择 (7) 1.5 防粘釜技术 (9) 1.6原料及产品性能 (9) 1.7 聚合机理 (11) 1.7.1自由基聚合机理 (11) 1.7.2链反应动力学机理 (12) 1.7.3 成粒机理与颗粒形态 (12) 1.8影响聚合及产品质量的因素 (13) 1.9工艺流程叙述 (14)

绿色能源开发有限公司年产20万吨生物质合成油项目环境影响报告书

目录 概述 (1) 第一章总则 (7) 1.1 编制依据 (7) 1.1.1 法律、法规及国务院规范性文件 (7) 1.1.2 部门规章及规范性文件 (7) 1.1.3 地方性法规及规范性文件 (8) 1.1.4 导则、规范 (10) 1.1.5 规划文件 (10) 1.1.6 项目文件及资料 (10) 1.2 评价目的、原则及重点 (11) 1.2.1 评价目的 (11) 1.2.2 评价原则 (11) 1.2.3 评价重点 (12) 1.3 环境质量功能区划分 (12) 1.4 评价因子 (12) 1.5 污染控制与环境保护目标 (13) 1.6 评价工作等级及评价范围 (15) 1.6.1 评价工作等级 (15) 1.6.2 评价范围 (19) 1.7 评价标准 (19) 1.7.1 环境质量标准 (19) 1.7.2 污染物排放标准 (21) 第二章环境现状调查与评价 (25) 2.1 自然环境概况 (25) 2.1.1 地理位置 (25) 2.1.2 地质地貌 (25) 2.1.3 水文特征 (26) 2.1.4 气象气候 (27) 2.2 吉林松原石油化学工业循环经济园区概况 (27) 2.2.1 规划基本情况 (27) 2.2.2 园区总体发展重点及准入要求 (28) 2.2.3 规划功能布局 (32) 2.2.4 园区基础设施规划情况 (33) 2.3 环境空气质量现状调查与评价 (36) 2.3.1 常规污染物 (36) 2.3.2 特征污染物 (38)

2.4 地表水环境现状调查与评价 (41) 2.5 地下水环境质量现状调查与评价 (43) 2.6 土壤环境质量现状调查与评价 (44) 2.7 声环境质量现状调查与评价 (45) 第三章建设项目概况及工程分析 (46) 3.1 项目概况 (46) 3.1.1 项目名称、性质、建设单位及建设地点 (46) 3.1.2 周围环境敏感情况 (46) 3.1.3 总投资及来源 (46) 3.1.4 项目建设内容及工程组成 (47) 3.1.5 建设规模和产品方案 (52) 3.1.6 厂区平面布置及其合理性分析 (54) 3.1.7 主要生产设备 (60) 3.1.8 劳动定员及工作制度 (68) 3.1.9 项目建设进度 (69) 3.2 工程分析 (69) 3.2.1 原辅材料供应及消耗 (69) 3.2.2 公用工程供应及消耗 (74) 3.2.3 可燃气体排放系统 (82) 3.2.4 储运系统 (83) 3.2.5 生产工艺及排污环节 (91) 3.3 水平衡、物料平衡分析 (116) 3.3.1 水平衡 (116) 3.3.2 蒸汽平衡 (121) 3.3.3 物料平衡 (121) 3.3.4 硫平衡 (127) 3.3.5 氮平衡 (127) 3.3.6 燃料气平衡 (127) 3.4 拟建项目污染影响因素分析 (128) 3.4.1 施工期 (128) 3.4.2 运营期 (129) 3.4.3 运营期环境风险 (146) 3.5 拟建项目非正常排放情况分析 (159) 3.5.1 废水非正常排放 (159) 3.5.2 废气非正常排放 (159) 3.6 清洁生产分析 (162) 3.6.1 工艺技术先进性及合理性分析 (162) 3.6.2 原料及产品先进性分析 (177)

年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计

年产30万吨合成氨脱碳 工艺项目 可行性研究报告 指导教师:姚志湘 学生:魏景棠

目录 第一章总论 (3) 1.1 概述 (3) 1.1.1 项目名称 (3) 1.1.2 合成氨工业概况 (3) 1.2 项目背景及建设必要性 (4) 1.2.1 项目背景 (4) 1.2.2 项目建设的必要性 (4) 1.2.3 建设意义............................................................................. 错误!未定义书签。 1.2.4 建设规模 (4) 第二章市场预测 (6) 2.1国内市场预测 (6) 2.2 产品分析 (6) 第三章脱碳方法及种类.. (7) 3.1 净化工序中脱碳的方法. (7) 3.1.1 化学吸收法 (7) 3.1.2 物理吸收法 (8) 3.1.3 物理化学吸收法................... (8) 3.1.4 固体吸收法 (10) 3.2碳酸丙烯酯(PC)法脱碳基本原理 (10) 3.2.1 PC法脱碳技术国内外的情况 (10) 3.2.2 发展过程 (10) 3.2.3 技术经济 (11) 3.2.4 工艺流程 (11) 3.2.5 存在的问题及解决方法 (12) 3.2.6 PC脱碳法发展趋势 (13)

第一章项目总述 2.1 概述 1.1.1项目名称 年产30万吨合成氨脱碳工段工艺设计 1.1.2合成氨工业概况 1898年,德国A.弗兰克等人发现空气中的氮能被碳化钙固定而生成氰氨化钙(又称石灰氮),进一步与过热水蒸气反应即可获得氨: CaCN2+3H2O(g)→2NH3(g)+CaCO3 在合成氨工业化生产的历史中,合成氨的生产规模(以合成塔单塔能力为依据)随着机械、设备、仪表、催化剂等相关产业的不断发展而有了极大提高。50年代以前,最大能力为200吨/日,60年代初为400吨/日,美国于1963年和1966年分别出现第一个600t/d 和1000t/d的单系列合成氨装置,在60-70年代出现1500-3000t/d规模的合成氨。 世界上85%的合成氨用做生产化肥,世界上99%的氮肥生产是以合成氨为原料。虽然全球一体化的发展减少了用户的选择范围,但市场的稳定性却相应地增加了,世界化肥生产的发展趋势是越来越集中到那些原料丰富且价格便宜的地区,中国西北部有蕴藏丰富的煤炭资源,为发展合成氨工业提供了极其便利的条件。 2.2 项目背景及建设必要性 1.2.1 项目背景 我国是一个人口大国,农业在国民经济中起着举足轻重的作用,而农业的发展离不开化肥。氮肥是农业生产中需要量最大的化肥之一,合成氨则是氮肥的主要来源,因而合成氨工业在国民经济中占有极为重要的位置。 我国合成氨工业始于20世纪30年代,经过多年的努力,我国的合成氨工业得到很大的发展,建国以来合成氨工业发展十分迅速,从六十年代末、七十年代初至今,我国陆续引进了三十多套现代化大型合成氨装置,已形成我国特有的煤、石油、天然气原料并存和大、中、小规模并存的合成氨生产格局。目前我国合成氨产能和产量己跃居世界前列。 但是,由于在我国合成氨工业中,中小型装置多,技术基础薄弱,国产化水平低,远远不能满足农业生产和发展的迫切需要,因此,开发新技术的同时利用计算机数学模型来提高设汁、生产、操作和管理等的核算能力,促进设计、管理和生产操作的优化,从而推动合成氨工业发展,提升整体技术水平,己成为国内当前化学工程科研、工程设计的重要课题。

年产18万吨合成氨厂合成工段工艺设计

计算基准按1000Nm 3新鲜原料气。 本工段计算中全部采用绝对压力,为简便计算,下文中的压力单位中“绝对”二字略去不写。 1、工艺流程: 3、压力: ①系统压力为30MPa ; ②废热锅炉产蒸汽压力为2.5MPa ; ③计算循环机进出口气体温升时,其进出口压差取2.5MPa ; ④系统压力降忽略不计。 4、温度: ①新鲜气温度为35℃; ②合成塔底进气温度190℃; ③合成塔出口(至废热锅炉)气体温度约为320℃; ④废热锅炉出口气体温度195℃,进入合成塔前预热器; ⑤入水冷器气体温度80℃; ⑥水冷器出口气体温度为35℃; ⑦废热锅炉进口软水温度约为122℃; ⑧冷却水供水温度为30℃,冷却回水温度为40℃; ⑨进循环机气体温度28℃; ⑩氨库来源氨温度20℃。 5、气体组成: ①合成塔进出口气体中氨含量为3%; 塔前预热器 去氢回收

②合成塔出口气体中氨含量为16.7%; ③循环气中H 2/N 2为3; ④循环气中(CH 4+Ar )含量为15%; ⑤各气体组分在液氨中的溶解量忽略不计。 6、年操作日:285。 7、参考书: ①《小氮肥工艺设计手册》 ②《合成氨工艺》 二、物料衡算 基准:1000Nm 3新鲜气为基准 1、 合成物料衡算: ?、放空气体量V 1及其组成 V 1= 15% 0.38%) (1.21%1000+?=106Nm 3 查手册查得35℃时,气相中平衡氨含量为:y*NH3=9.187%,取过饱和度为10%,则: y NH3=9.187%?(100%+10%)=10.11% y H2= %17.56%)15%11.10%100(43 =--? y N2=72.18%)15%44.10%100(4 1 =--?% y CH4=15%%42.1138.0%21.1% 21.1=+? y Ar =15%%58.3% 38.0%21.1% 38.0=+? (2)、氨产量V 4 由气量平衡:V 2-V 0=V 3-V 1-V 4 ① 由于氨合成时体积减少,故:V2-V 3=V 4+10.11%V 1 ② 式中:V 0——补充新鲜气 Nm 3 V 1——放空气体积 Nm 3 V 2——进入合成塔混合气体积 Nm 3 V 3——出合成塔混合气体体积 Nm 3 V 4——冷凝成产品氨(液氨)的体积 Nm 3 301000Nm V = 31106Nm V = 由①、②解得:V4= 31064.4412 106 1011.1100021011.1Nm V V =?-=- (3)、合成塔出口气体3V 及其组成(进入循环机中氨含量控制在3%)

丙烯腈合成工段的工艺设计

丙烯腈合成工段的工艺设计 前言 毕业设计是培养学生运用理论知识进行实际设计能力的重要实践教学环节,是理论与实际结合的重要连接点。在教师指导下毕业设计可以培养我们独立思考,运用所学到的基本理论并结合生产实际的知识,综合的分析和解决工程实际问题的能力。 本次毕业设计所设计的内容为年产6万吨丙烯腈合成工段的工艺设计,通过认真细听老师课堂上讲解和任务布置,我们了解到了为完成设计需要查找资料的方向,并进行了细心的查阅,掌握了基本的理论知识。对于刚进行设计的人来说,学会收集、理解、熟悉和使用各种资料,正是设计课程需要培养的重要方面,化工设计非常强调标准规范。但是并不是限制设计的创造和发展,因此遇到与设计要求有矛盾时,经过必要的手续可以放弃标准而服从设计要求。通过设计应知道如何查取数据知道如何查找资料对丙烯腈合成工段的工艺设计有了一个全新的 认识,知道如何选取相关数据参数,建立一个工程概念,知道工程和理论的区别。对于物料衡算和热量衡算、主要设备的工艺计算(反应器)等都有一个全新的认识和了解,知道如何使用手册和资料,认识工程。

一、产品的性状、用途、国内外市场情况 1.1 丙烯腈简介 丙烯腈是一种重要的有机合成单体,在丙烯产品系列中居第二,仅次于聚丙烯,是三大合成材料(纤维、橡胶、塑料)的重要化工原料,主要用来生产聚丙烯腈纤维(腈纶)、丙烯腈- 丁二烯-苯乙烯(ABS)塑料、苯乙烯(AS)塑料、丙烯酰胺等。丙烯腈在合成纤维、合成树脂等高分子材料中占有显著地位,应用前景广阔。除此之外,丙烯腈聚合物与丙烯腈衍生物也广泛应用于建材及日用品中 1.2 丙烯腈物化性质 1.2.1 丙烯腈物理性质 无色或淡黄色液体,有特殊气味,分子量:53.06 沸点:77.3℃冰点:-83.5 ℃生成热:184.2 kJ/mol(25℃) 燃烧热:1761.5 kJ/mol 聚合热:72.4 kJ/mol 蒸汽压:11.0KPa(20℃) 闪点:0℃自燃点:481℃爆炸极限:在空气中 3.0%~17%(体积)油水分配系数:辛醇/水分配系数的对数值为-0.92 毒性:剧毒,毒作用似氢氰酸溶解性:溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚、乙醇等有机溶剂,微溶于水 1.2.2 丙烯腈化学性质 丙烯腈由于分子结构带有C=C双键及-CN键,所以化学性质非常活泼,可以发生加成、聚合、腈基及氢乙基化等反应。聚合反应和加成反应都发生在丙烯腈的C=C 双键上,纯丙烯腈在光的作用下能自行聚合,所以在丙烯腈成品及丙烯腈生产过程中,通常要加少量阻聚剂,如对苯酚甲基醚(阻聚剂MEHQ)、对苯二酚、氯化亚铜和胺类化合物等。除发生自聚外,丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、丙烯酰胺等发生共聚反应,由此可制得合成纤维、塑料、涂料和胶粘剂等。丙烯腈经电解加氢偶联反应可以制得已二腈。氰基反应包括水合反应、水解反应、醇解反应等,丙烯腈和水在铜催化剂存在下,可以水合制取丙烯酰胺。氰乙基化反应是丙烯腈与醇、硫醇、胺、氨、酰胺、醛、酮等反应;丙烯腈和醇反应可制取烷氧基丙胺,烷氧基丙胺是液体染料的分散剂、抗静电剂、纤维处理剂、表面活性剂、医药等的原料。丙烯腈与氨反应可制得1,3 丙二胺,该产物可用作纺织溶剂、聚氨酯溶剂和催化剂。 1.3 丙烯腈的用途

年产20万吨氯碱盐酸工段工艺设计

1引言 盐酸,又称氢氯酸,是氯化氢的水溶液。亦是氯碱企业中最基本的无机酸和化工原料之一,也是氯碱厂做好氯气产品生产能力平衡的关键产品和大宗的化学合成法产品。 氯碱,即氯碱工业,也指使用饱和食盐水制氯气氢气烧碱的方法。工业上用电解饱和NaCl 溶液的方法来制取NaOH 、Cl 2和H 2,并以它们为原料生产一系列化工产品,称为氯碱工业。 工业上利用氢气与氯气合成的方法生产氯化氢,因此盐酸是氯碱工业的重要产品。 1.1盐酸概况 1.1.1物理性质 盐酸是无色液体,具有腐蚀性,是氯化氢的水溶液(工业用盐酸会因有杂质三价铁盐而略显黄色)。氯化氢分子量36.46,密度大于空气,标准状态下的密度为1.639g /L ,临界温度为51.54℃,临界压力为8314kPa 。氯化氢气体在水中的溶解度很大,随着氯化氢的分压的升高而增加,随着温度的上升而降低。 在化学上人们把盐酸和硫酸、硝酸、氢溴酸、氢碘酸、高氯酸合称为六大无机强酸,有刺激性气味。由于浓盐酸具有挥发性,挥发出的氯化氢气体与空气中的水蒸气作用形成盐酸小液滴,所以会看到酸雾。 主要成分:氯化氢,水。 熔点(℃):-114.8(纯HCl) 沸点(℃):108.6(20%恒沸溶液) 相对密度(水=1):1.20 相对蒸气密度(空气=1):1.26 饱和蒸气压(kPa):30.66(21℃) 溶解性:与水混溶,浓盐酸溶于水有热量放出。溶于碱液并与碱液发生中和反应。能与乙醇任意混溶,溶于苯。 氯化氢在101.3kPa 压力下,沸点为—85℃,凝固点为—114.2℃。 氯化氢的比热容在常压下15℃时为0.8124kJ /kg ℃,在0—1700℃范围内,可按下式计算(其误差为1.5%) 50.7557511.2505C T -=+?10 (8-1),式中,T 为绝对温度K 。 15℃时盐酸的密度与浓度之间的关系

年产合成氨30万吨

目录 一、绪论 (1) 、概述 (3) 、设计任务的依据 (1) 二、装置流程及说明 (2) 、生产工艺流程说明 (2) 、粗苯洗涤 (4) 、粗苯蒸馏 (4) 三、吸收工段工艺计算 (7) 、物料衡算 (7) 、气液平衡曲线 (8) 、吸收剂的用量 (9) 、塔底吸收液 (10) 、操作线 (10) 、塔径计算 (10) 、填料层高度计算 (13) 、填料层压降计算 (16) 四、脱苯工段工艺计算 (17) 、管式炉 (17) 、物料衡算 (18) 、热量衡算 (22)

五、主要符号说明 (25) 六、设计心得 (26) 七、参考文献 (27)

一、绪论 概述 氨是重要的化工产品之一,用途很广。在农业方面,以氨为主要原料可以生产各种氮素肥料,如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等,以及各种含氮复合肥料。液氨本身就是一种高效氮素肥料,可以直接施用。目前,世界上氨产量的85%—90%用于生产各和氮肥。因此,合成氨工业是氮肥工业的基础,对农业增产起着重要的作用。合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态氮,这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料,广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸,而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。生产火箭的推进剂和氧化剂,同样也离不开氨。此外,氨还是常用的冷嘲热讽冻剂。 合成氨的工业的迅速发展,也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业,也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位,氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中,脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气,无论是天然气、油田气还是焦炉气、半水煤气都人含有硫化物,这些硫化物主要是硫化氢(S H 2)、二硫化碳(2CS )、硫氧化碳(COS )、硫醇(SH -R )和噻吩(S H C 44)等。其中硫化氢属于无机化合物,常称为“无机硫”。 合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高,但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有S H 2的原料气,在水分存在时,就形成硫氢酸(HSH ),腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中S H 2的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时,硫化物与催化剂活性中心结合,就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂

年产20万吨苯乙烯项目-环境影响评价报告

总论 1.1项目提出背景及项目实施必要性 1.1.1国家发展战略的要求 从我国苯乙烯的发展现状来看,国内需求的巨大缺口和持续强劲的增长势头,是我国苯乙烯生产不断增长的原动力;我国的苯乙烯市场仍呈产不足需的现状。2012 年,国内纯苯供应将进一步的增长虽然我国苯乙烯的产能和产量增速明显,但依然没有改变我国苯乙烯供不应求的局面,2012年我国的苯乙烯的进口依存度高达69.2%,虽然同比下降了5.3个百分点,但供需缺口依然较大。从长远来看。石油和化学工业是我国国民经济的能源原材料产业、基础产业和支柱产业。“十三五”是我国全面建成小康社会的决胜阶段,是我国由石油和化学工业大国向强国跨越的关键时期。为推动“十三五”时期,我国石油和化学工业的持续发展,资源环境约束不断增强,对纯度不高的丙烷等石油裂解气的综合利用要求不断提高,因此利用丙烷制备乙烯,进而制备苯乙烯符合国家的战略要求 1.1.2产业链优化配置的需要 据调研,主营业务为石油炼制和烃类衍生物的生产与销售。目前拥有以800万吨/年原油加工、65万吨/年乙烯、140万吨/年芳烃装置为核心的43套大型石油化工生产装置,年产聚烯烃塑料、聚酯原料、橡胶原料、基本有机化工原料、成品油等5大类44种商品700多万吨,广泛应用于轻工、纺织、电子、食品、汽车、航空以及现代化农业等各个领域,公司年销售收入400多亿元。我们设计的大概的丙烷的产能是40万吨每年,使乙烯的年产量增加,尽可能的逼近一百万吨,也能填补扬子石化苯乙烯的空缺,平稳之后形成一体化的产业链。 1.1.3原子经济性和清洁生产的优势 绿色化学的“原子经济性”是指在化学品合成过程中,合成方法和工艺应尽可能多得把反应过程中所用的所有原材料转化到最终产物中;化学反应的“原子经济性”(AtomEconomy)概念是绿色化学的核心内容之一,在我们设计的三个反应联合应用下,可以做到苯乙烯产量的最大化,而不会产生过多的废物,尤其是完全利用了可能的副产物苯,避免了其可能造成的污染和风险,从而将芳烃的利用发挥到了极致;对于产生的废气,经过模拟计算可知,其组分含有大量乙烯、氢气及其他轻烃,与乙烯厂的原料相似,可以作为乙烯厂的生产原料。 清洁生产是指将综合预防的环境保护策略持续应用于生产过程和产品中,以期减少对人类和环境的风险。清洁生产从本质上来说,就是对生产过程与产品采

130万吨焦化厂粗笨工段工艺的设计

1 绪论 1.1炼焦煤气中回收苯族烃的意义 炼焦化学工业是煤炭综合利用的专业。煤在炼焦时除了有75%左右变成焦炭外,还有25%左右生成各种化学品及煤气,为了便于说明将煤炭炼焦时的产品列出如下:(单位:2 /Nm g) 75%25% 250~450 80~120 30~45 8~16 6~30 2~2.5 1.0~ 2.5 8~12 0.4~0.6? ? ? ? ? ? ? ←??????→? ??????? 2水煤汽焦油汽粗苯氨 焦炭煤荒煤气硫化氢 其它硫化物(CS,噻吩等) 氰化物 萘 吡啶盐基 由此看来,从荒煤气中粗苯的含量来看,回收粗苯是十分必要的。 焦炉煤气经硫铵工段后进入粗苯工段,进行苯族烃的回收并制取粗苯,目前我国焦化工业生产的苯类产品仍占很重要的地位。 1.2粗苯的性质 粗苯是多种芳烃族和和其它多种碳氢化合物组成的复杂混合物,粗苯的主要成分是苯、二甲苯、甲苯及三甲苯等,此外,还含有一些不饱和化合物,硫化物及少量的酚类和吡啶碱类。在用洗油回收煤气中的苯族烃时,则尚有少量轻质馏分掺杂在其中。 粗苯是谈黄色的透明液体,比水轻,不溶于水。在贮存时,由于轻质不饱和化合物的氧化和聚合所形成的树脂状物质能溶于粗苯使其着色并很快地变暗。在常温下,粗苯的比重是0.891~0.92kg/L。粗苯是易燃易爆物质,闪点12℃.粗苯蒸汽在空中的浓度达到1.4~7.5%(体积)范围内时,及形成爆炸性的混合物。 粗苯质量的好坏以实验室蒸馏时180℃前蒸馏出量的百分数来确定,粗苯的沸点范围是75~200℃,180℃前溜出量越多,粗苯质量越好;在180℃后的溜出物则为溶剂油。 粗苯易燃易爆,要求工段必须严禁烟火,并对电动机加以防爆。 粗苯的组成取决于炼焦配煤的组成及炼焦产物在炭化室内热解程度,粗苯各组分的平均含量见下表(表1-1)。

年产30万吨合成氨工艺设计毕业论文

年产30万吨合成氨工艺设计毕业论文 目录 摘要........................................................................ I Abstract................................................................... II ...................................................................... IV 1 综述.................................................................. - 1 - 1.1 氨的性质、用途及重要性.......................................... - 1 - 1.1.1 氨的性质................................................... - 1 - 1.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用............................... - 1 - 1.2 合成氨生产技术的发展............................................ - 2 - 1.2.1世界合成氨技术的发展....................................... - 2 - 1.2.2中国合成氨工业的发展概况................................... - 4 - 1.3合成氨转变工序的工艺原理......................................... - 6 - 1.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍................................... - 6 - 1.3.2 合成氨转化工序的工艺原理................................... - 8 - 1.3.3合成氨变换工序的工艺原理................................... - 8 - 1.4 设计方案的确定.................................................. - 9 - 1.4.1 原料的选择................................................. - 9 - 1.4.2 工艺流程的选择............................................. - 9 - 1.4.3 工艺参数的确定............................................ - 10 - 1.4.4 工厂的选址................................................ - 11 - 2 设计工艺计算......................................................... - 1 3 -

产五万吨合成氨合成工段工艺设计方案

目录 中文摘要 (1) 英文摘要 (2) 1 引言 (3) 1.1 氨的基本用途 (3) 1.2 合成氨技术的发展趋势 (4) 1.3 合成氨常见工艺方法 (4) 1.3.1 高压法 (5) < 1.3.2 中压法 (5) 1.3.3 低压法 (5) 1.4 设计条件 (5) 1.5 物料流程示意图 (6) 2 物料衡算 (8) 2.1 合成塔入口气组成 (8) 2.2 合成塔出口气组成 (8) 2.3 合成率计算 (9) 《 2.4 氨分离器出口气液组成计算 (10) 2.5 冷交换器分离出的液体组成 (13) 2.6 液氨贮槽驰放气和液相组成的计算 (13) 2.7 液氨贮槽物料衡算 (15) 2.8 合成循环回路总物料衡算 (17) 3 能量衡算 (28) 3.1 合成塔能量衡算 (28) 3.2废热锅炉能量衡算 (30) ~ 3.3 热交换器能量衡算 (31) 3.4 软水预热器能量衡算 (32) 3.5 水冷却器和氨分离器能量衡算 (33) 3.6 循环压缩机能量衡算 (35) 3.7 冷交换器与氨冷器能量衡算 (36) 3.8 合成全系统能量平衡汇总 (38) 4 设备选型及管道计算 (40) 4.1 管道计算 (40) , 4.2 设备选型 (42) 结论 (43) 致谢 (44) 参考文献 (45)

年产五万吨合成氨合成工段工艺设计 摘要:本次课程设计任务为年产五万吨合成氨工厂合成工段的工艺设计,氨合成工艺流程一般包括分离和再循环、氨的合成、惰性气体排放等基本步骤,上述基本步骤组合成为氨合成循环反应的工艺流程。其中氨合成工段是合成氨工艺的中心环节。新鲜原料气的摩尔分数组成如下:H273.25%, N225.59%,CH41.65%,Ar0.51%合成操作压力为31MPa,合成塔入口气的组成为NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.5%>,要求合成塔出口气中氨的摩尔分数达到 17%。通过查阅相关文献和资料,设计了年产五万吨合成氨厂合成工段的 工艺流程,并借助CAD技术绘制了该工艺的管道及仪表流程图和设备布置图。最后对该工艺流程进行了物料衡算、能量衡算,并根据设计任务及操作温度、压力按相关标准对工艺管道的尺寸和材质进行了选择。 关键词:物料衡算,氨合成,能量衡算 , The Design of 50kt/a Synthetic Ammonia Process Abstract:There are many types of Ammonia synthesis technology and process,Generally,they includes ammonia synthesis, separation and recycling, inert gases Emissions and other basic steps, Combining the above basic stepsturnning into the ammonia synthesis reaction and recycling process , in which ammonia synthesis section is the central part of a synthetic ammonia process. The task of curriculum design is theammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia plant . The composition of fresh feed gas is: H2(73.77%>,N2(24.56%>,CH4(1.27%>,Ar(0.4%>, the temperature is 35℃, the operating pressure is 31MPa, the inlet gas composition of the Reactor is : NH3(3.0%>,CH4+Ar(15.7%>,it Requires the mole fraction of ammonia reacheds to 16.8% of outlet gas of synthesis reactor. By consulting the relevant literature and information,we designed the ammonia synthesis section of an annual fifty thousand tons synthetic ammonia

(完整版)年产45万吨乙醇精馏工段工艺设计毕业设计

年产45万吨乙醇精馏工段工艺设 计 The Process Design of Ethanol Refining Section of 450 kt/a

目录 摘要 ....................................................................................................................... Abstract ................................................................................................................引言 .......................................................................................................................第一章绪论....................................................................................................... 1.1 国内乙醇工业的发展现状 ....................................................................................... 1.2 精馏塔的相关概述 ................................................................................................... 1.2.1精馏原理及其在化工生产上的应用..................................................................... 1.2.2精馏塔对塔设备的要求......................................................................................... 1.2.3常用板式塔类型及本设计的选型......................................................................... 1.2.4本设计所选塔的特性.............................................................................................第二章工艺流程选择与原材料的计算............................................................. 2.1 乙醇精馏工艺流程的概述 ....................................................................................... 2.2 乙醇原料的计算 ..................................................................................................... 2.2.1理论玉米秸秆葡萄糖消耗量................................................................................. 2.2.2实际玉米秸秆耗量 .................................................................................................第三章精馏设备的设计内容............................................................................. 3.1 塔板的工艺设计 ....................................................................................................... 3.1.1精馏塔全塔物料衡算............................................................................................. 3.1.2理论塔板数的确定 ................................................................................................. 3.1.3精馏塔操作工艺条件及相关物性数据的计算..................................................... 3.1.4塔板主要工艺结构尺寸的计算.............................................................................

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