NHD脱硫脱碳气体净化工艺技术介绍

NHD脱硫脱碳气体净化工艺技术介绍 目录 第一章 基础理论和数据 1.1 概述 1.2 NHD溶剂物化性质 1.3 吸收原理和相平衡规律 1.4 脱硫工艺参数的选定 1.5 脱碳工艺参数的选定 第二章 工艺过程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 2.1 工艺说明 2.2脱硫脱碳 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 比较 2.3 结论 第一章  基础理论和数据 1.1 概述 NHD净化技术与美国专利Selexol净化技术类似，并达到同等水平。 NHD溶剂是一种有机溶剂（聚乙二醇二甲醚），它对气体中硫化物和二氧化碳具有较大的溶解能力，尤其是对硫化氢有良好的选择吸收性，蒸汽压低，运转时溶剂耗损少，是一种较理想的物理吸收剂，适合于以煤（油）为原料，酸气分压较高的合成气等的气体净化，脱硫时需消耗少量热量，脱碳时需消耗少量冷量，属低能耗的净化方法。 根据化工部“七五”国家重点科技攻关计划合成氨一条龙中“75—7—6NHD净化技术的研究”合同，即采用NHD物理溶剂法脱除合成原料气中的硫化物和二氧化碳，并选择一个中型厂使用此项技术，然后提供大型厂使用，“七五”为油头和煤头大型厂净化技术作准备，提出气液平衡数据和工业化基础设计。 1988年批准的山东鲁南化肥厂二期扩建工程为年产8万吨合成氨，造气部分引进德士古煤浆气化技术，其它部分由国内配套。由于煤气中硫化物和二氧化碳含量较高，经多方研究认可选用了NHD溶剂脱除合成气中硫化物和二氧化碳的工艺，于1992年投产。 原料气先经选择脱硫，而后脱碳，H2S经富集后进克劳斯硫回收，在2MPa压力下将含CO2 43%，H2S 4.5克/标米3，COS 13毫克/标米3的变换气净化至CO2 0.1%，总硫1ppm，每吨氨总能耗99万大卡，溶剂损耗0.5公斤。 在气液平衡数据的测定和鲁化厂年产8万吨生产装置的基础上，提供了大型厂设计参数，进行此项年产30万吨合成氨NHD脱硫脱碳基础设计，条件是以德士古煤浆气化气经中低温耐硫变换后的气体为原料，和设定操作压力为3.4MPa。 选用脱CO2溶剂（脱碳富液）选择性脱硫，尔后脱碳，H2S富集后去克劳斯回收的流程，在3.3MPa压力下，原料气含CO2 42.91%，H2S 0.86%，COS 18ppm净化至CO2 0.1%，总硫1ppm，每吨氨脱硫及H2S提浓需耗蒸汽0.31吨，脱碳需耗冷量0.709×106KJ，总能耗1.9727×106KJ，溶剂损耗0.4公斤，溶剂吸收能力47标米3 CO2/米3。 该项工艺技术由南化公司研究院负责，基础设计以化工部第一设计院为主，在南化院参加下共同编制完成。 1.2 NHD溶剂物化性质 NHD溶剂是聚乙二醇二甲醚的混合物，是一种有机溶剂，其分子式为：CH3—O（CH2CH2—O）n—CH3，n=2~8。 其物理性质如下：（25℃时） 分子量： 260 密度： 1.022g/cm3 冰点： -22~-29℃ 蒸汽压： 0.0007mmHg 表面张力： 33dyn/cm 粘度： 4.2cp 导热系数： 0.13Kcal/hm℃ 比热： 0.5Kcal/g℃ 闪点： 151℃ 燃点： 157℃ 外观：                        清、淡黄色液体 PH： 6~8 Cl-ppm： <8 本基础设计中采用分子量为260~280的NHD溶剂作为设计依据。其溶液的基础物性数据采用南化院88年提供的“NHD溶剂物性数据”。 1.3 吸收原理和相平衡规律： 根据广义的酸碱理论，在聚乙二醇二甲醚溶剂的分子结构中，醚基团内的氧为硬碱性中心，而CH3和CH2CH2一基团则为软酸部分，因此该溶剂对硬酸性气体（如H2S、CO2）和软碱性气体（如硫酸，CS2和COS）均有一定的溶解能力，几种气体在溶剂中的溶解度与分压的关系如图（1-3-1）。 聚乙二醇二甲醚溶剂吸收H2S、CO2的过程是一个物理吸收过程。根据相平衡数据可知，H2S在NHD中的溶解度能较好的符合专利定律，可用下列数字模型描述： 对于CO2在NHD中的溶解度，当CO2分压低于1.0MPa时，气相压力与液相浓度基本符合亨利定律，可用下列数学式计算其平衡溶解度。 超过1.0MPa，特别是在低温条件下，亨利定律不再适用，此时按下式进行计算CO2溶解度。 式中： C—气体溶解度l/l PH2S—H2S气体气压mmHg PCO2—CO2气体分压kg/cm2 F2co2—CO2逸度kg/cm2 Xco2—液相中的CO2分子分离 a、b—常数 CO2的逸度（f0co2）应用适合于极性气体的RKS状态方程式。 NHD溶剂吸收H2S、COS、CO2的过程具典型的物理吸收特征，由图（1—3—2）和图（1—3—3）可见：H2S和CO2在NHD溶剂中的溶解度随压力升高，温度降低而增大，此时进行H2S和CO2的吸收过程，当压力降低，温度升高时溶液中溶解的气体释放出来，实现溶剂的再生过程。 NHD溶剂对H2S的吸收具有较好的选择性，从下表可见： 表（1—3—1）NHD溶剂对H2S，CO2的本生系数厘米3/厘米3。 表1-3-1 温    度 20℃ H2S 30.5 CO2 3.4 H2S/CO2 8.97 从表中数据可见H2S与CO2的溶解度之比~9由于溶剂对H2S的选择吸收，所以在净化装置中可以获得合格的产品气，又相应地得到高H2S浓度的酸性气，后者可以采用克劳斯装置回收硫。 1.4 脱硫工艺参数的选定 1.4.1 工艺流程的选择 针对不同的气源与净化要求，可以选择不同的净化流程，其H2S浓缩方式也不一样，以德士古煤浆气化法生产的原料气经变换后进入脱硫，脱碳工序的气体主要组分是：H2S 0.86%，COS 10ppm，CO2%42.91%，要求出脱硫塔总硫<10ppm，脱碳后净化气CO2%<0.1%，总硫<1ppm再生CO2气量及纯度应满足尿素生产需要，脱硫再生尾气中H2S浓度≥25%，以便能直接进克劳斯硫回收装置，故本基础设计根据计算机优化结果选择了：“CO2予饱和吸收与浓缩H2S的流程”，即对H2S和CO2的吸收是在脱硫，脱碳塔中分别进行。而在脱硫塔中对H2S的吸收液是采用来自脱碳塔底预饱和CO2 后的脱碳富液。由于使用预饱和CO2 溶液使在脱硫塔中减少了对CO2 的吸收，这一方面提高了脱硫塔底富液中H2S的比例，对H2S提浓有利，另一方面也降低了脱硫塔温升，从而提高了溶液的吸收能力。由于避免了大部分CO2在塔顶吸收所造成的塔顶处“温度膨胀”现象，调整了吸收塔的温度分布，使得塔顶处温度和K值较低，对于给定的吸收剂而言，则减少了所需的塔板数。 脱硫后的气体，总硫含量为6.4ppm，CO2 44.48%进入脱碳塔进行脱碳，并进一步脱除残余的硫化物，进脱硫塔气体CO2 45.99%，在脱硫塔中CO2的脱除率为7.5%，若不用预饱和CO2 溶液则CO2 脱除率~22%。 为使脱硫再生气能直接进克斯斯硫回收装置而设置浓缩塔，溶液中H2S在浓缩塔中的提浓也是利用了NHD溶液对H2S的选择吸收原理。此浓缩塔的溶液中H2S /CO2 比值比出脱硫塔富液中的相应比值提高了4.6倍，使之再生尾气中H2S含量达到≥2.5%的指标。 浓缩塔塔底吹入N2气进行汽提，使溶液中更多的CO2 解吸出来利于H2S提浓，所以在浓缩塔中存在着气提CO2 和吸收H2S的两种物理过程。 1.4.2 吸收温度 H2S在NHD溶剂中的溶解度随吸收温度的降低而增大（如图1—3—2），所以在低温下进行吸收过程对提高脱硫气的净化度和溶剂的吸收能力均有利，可减少溶液循环量，这进而降低了用于泵送溶液的功率消耗，而且也降低了从溶液中解吸酸性组份时用于溶剂再生的能量消耗，另外低温吸收可提高对H2S吸收的选择性。低温吸收的缺点是溶液的粘度大，传质速率下降，并且需消耗一定的冷量，故吸收温度的选择可根据工艺的需要和整个工艺流程中能量的分配等而决定之。 本基础设计脱硫吸收液是利用预饱和CO2 溶液——脱碳塔富液，经计算机优化结果进脱硫塔溶液温度取~12℃为宜， 这样的温度既可满足脱硫在较高的气液比（~500）下脱硫的净化度要求（总硫<10ppm），也保证了脱碳在较合适的溶液循环量和适宜的吸收温度下CO2 的净化度（<0.1%）。 1.4.3 溶液的再生 进吸收塔的溶液贫度直接影响着气体的最终净化度，而溶液的贫度取决于再生效果，在脱硫净化度要求高的情况下，溶液再生状况尤其重要。 （1）  再生方法 NHD溶液的再生可采用多级减压闪蒸和汽提法（加热汽提，惰性气汽提），一般若净化度要求不高，可采用多级减压闪蒸，若净化度要求高须采用惰性气汽提或加热汽提法。 本设计脱硫净化度要求较高，故采用加热汽提法再生。 （2）  溶液水含量 脱硫再生塔中存在一定量水对溶剂再生有利，一方面由于水的蒸发产生水蒸汽降低了溶液表面酸性气体分压，有利于酸性气的气提，另一方面纯溶剂的沸点较高，而随着溶液中水含量的增加溶液沸点降低，水仍可大量蒸发产生蒸汽，而减少了溶剂的蒸发，从而降低溶剂的损耗。 但在一定的热负荷下，再生塔中溶液含水多，必然使出再生塔溶液水含量增加，由图（1—4—1）知：溶液中水含量大于5%时将影响酸性气体的吸收，因此再生贫液中含水控制在4%以下较为合适。 根据模式数据及计算机计算结果表明进煮沸器溶液含水在5%左右为宜，这一值是通过控制再生塔顶回流冷凝液量来保证的。 1.4.4 H2气的回收 出脱硫塔富液先经一级闪蒸槽，在1.1MPa压力下进行闪蒸，经闪压机加压返回系统，以回收在脱硫塔中被吸收的H2气。经计算可回收244Nm3/h的H2气，折合每小时产氨0.11吨，则每年可增产792吨氨。所以设置一级闪蒸气压缩机回收H2气是合理的。 1.4.5 二级闪蒸，浓缩塔压力的确定 闪蒸压力的变化直接影响着再生气的浓度所以脱硫富液闪蒸压力的选择首先要考虑尾气处理对再生气浓度的要求，闪蒸压力低对提高再生气中H2S浓度有利。克劳斯法硫回收流程要求再生气H2S浓度>25%，由于浓缩塔底通过N2气汽提，利于 CO2 的解吸，所以进闪蒸槽的溶液换热至60℃，二级闪蒸压力为0.6MPa时即可达到要求。 浓缩塔压力的选择是依据在该压力下NHD溶剂能较完全的选择吸收H2S而溶解尽量少的CO2 ，以便提高塔底溶液中H2S/CO2 之比，达到浓缩H2S的目的，并使塔顶气体符合排放标准。 本设计经计算机优化结果选择如下工艺条件可使再生，浓缩工艺指标均达到要求：进二级闪蒸槽溶液温度60℃，闪蒸压力0.6MPa（绝）浓缩塔顶溶液量95T/h，塔顶进液温度12℃，塔操作压力0.6MPa（绝），塔底通入N2气汽提。这时出浓缩塔气体总硫为4.4kg/h（H2S计），可直接排放，塔底溶液经再生塔再生后，再生气H2S浓度>25%，可送往克劳斯硫回收装置。 由于二级闪蒸槽和提浓塔可采用相同的操作压力故闪蒸气可直接进入浓缩塔，而省去了压缩机。 1.4.6 溶剂的损耗与回收 1、NHD溶剂蒸汽压低，在25℃时为0.0007mmHg，由于溶剂的蒸汽压脱硫系统各工艺气流夹带NHD溶剂量如下表： 损耗量 工艺气流 每小时公斤 每吨NH3公斤 脱硫气 9.8×10-3 0.24×10-3 出浓缩塔气             1.4×10-3 0.034×10-3 闪蒸气 0.5×10-3 0.012×10-3 再生气 0.198 4.752×10-3 合  计 0.210 5.038×10-3 从表中数据可见，由于溶剂的蒸汽压而造成的溶剂损失很少，因此流程中不设置洗涤回收溶剂装置。 2、由于NHD溶剂价格较贵，所以要尽量减少溶剂的机械损耗，主要措施有： （1）  采用高效除雾器，在各塔顶及气体分离器均设有不锈钢丝网除沫器。 （2）  泵采用单端面机械密封。 （3）  系统要严格控制跑、冒、滴、漏，并对可能发生滴漏处均要考虑回收措施。 1.4.7 腐蚀问 题 快递公司问题件快递公司问题件货款处理关于圆的周长面积重点题型关于解方程组的题及答案关于南海问题 及材料选择 NHD溶剂本身无腐蚀性，所以整个装置可以用碳钢制造，但考虑到气体中存在着H2S、CO2 和水蒸汽这些气体对设备有一定的腐蚀作用，所以在脱硫系统中对于那些接触酸性气浓度较高和湿热气体的部分，设备及填料采用不锈钢填料，或可采用聚丙烯材质材料。 具体地说，再生塔上段筒体采用碳钢衬不锈钢材料，再生塔填料，各塔的内件，贫富液换热器中的个别部位，再生气冷凝冷却器的列管，再生塔至冷凝器的气体管路采用不锈钢，其它设备及管道均采用碳钢制造。 脱硫塔、浓缩塔填料经运行试验合格后方可建议采用聚丙烯环。 其它材料： 泵的材料：脱硫再生泵，液下泵用不锈钢余者碳钢。密封垫，填料函材料可用中压石棉橡胶板，聚回氟乙烯、硅橡胶、膨胀石墨。 NHD溶剂为一般漆类的强溶剂，故设备及管道内不涂防腐涂料。 1.5 脱碳工艺参数的选定 1.5.1 脱碳流程的选择： 鉴于聚乙二醇二甲醚脱除CO2是个典型的物理吸收过程，从1965年至今二十多年来，世界上几十个工业装置都采用吸收—闪蒸—气提的溶液循环过程，其中闪蒸操作可分为几级，逐级减压，高压闪蒸气中含有较多的氢气等有用的气体，一般让它返回系统予以回收，或做燃料用，低压闪蒸气含CO2可达到98%以上，常用之于尿素生产。 本设计中脱碳塔分为两段。经闪蒸、气提等手段再生的溶液充作半贫液进入脱碳塔中部，用以吸收进口气体中大部分CO2。进入脱碳塔顶的贫液来自热再生塔，由于这部分溶液的再生更彻底，温度也较低（-5℃），因此降低了塔顶CO2 的平衡分压，保证了净化气中CO2含量小于0.1%的指标。 1.5.2 用氮气作气提剂： 本设计采用氮气作为气提气，因此，解决了溶液中硫化物的氧化析硫问题，改善了整个系统的可操作性，更是脱硫塔以预饱和CO2的溶液作贫液这种先进工艺的采用的先决条件。 1.5.3 塔型的选择： NHD溶剂吸收二氧化碳的传质速度较慢，而且低温操作下的溶剂粘度大，流动性差。所以需要较大的气液传质界面。因此，我们选用了操作弹性较大的填料塔。在国外已经运转的聚乙二醇二甲醚气体净化工业装置，也多采用填料塔。 关于填料，可以根据发展情况，考虑选用φ50×25碳钢阶梯环，也可使用φ50×25玻纤增强聚丙烯阶梯环，但必须有低温长期使用的经验后方可使用。 1.5.4 脱碳温度： 在吸收压力及进脱碳塔气的CO2浓度为定值时，二氧化碳在聚乙二醇二甲醚中的平衡溶解度随温度降低而升高。见图1—5—1。 所以，降低脱碳温度，有利于加大吸收能力，减少溶液循环量和输送功率，也有利于提高净化度。更由于溶剂蒸汽压随温度降低而降低，可使系统的溶剂损耗减少，但低温下的溶剂粘度大，传质慢，增加了填料层高度和冷量损失。 据计算，脱碳负荷，填料层高度，吸收压力等条件均相同时，脱碳贫液温度为-1℃时，净化度为0.06%，贫液温度降低到-5，净化度可达0.02%。 1.5.5 填料高度的影响： 脱碳塔和气提塔是通过填料层来达到分离效果的。很清楚，填料层越高，分离效果越好。现以本设计的气提塔为例，液相中CO2含量随塔板数的增加而减少，给出一个量的概念。 由此确定，脱碳塔选用12块理论板，汽提塔选用10块理论板。实际填料高度脱碳塔上塔一层7米高，下塔四层28米高，气提塔共四层28米高。 表1—5—1 理论板数 0 2 4 6 8 液相CO2 摩尔分率 6.4×10-2 4.3×10-3 4.4×10-4 4.7×10-5 5.1×10-6 1.5.6 氨冷器的位置 脱碳操作温度低于常温，所以需要冷冻措施。我们选用液氨为冷源，其蒸发温度为-15℃。 根据国外同类型运转工厂的经验，氨冷器的位置有两种，一种冷却贫液，一种是冷却富液。两种方法各有千秋。用氨冷器冷却贫液的有美国奥马哈氨厂，西德的一些工厂以及TVA的有关报价材料。它的优点是，控制进脱碳塔贫液温度比较直接，经冷却后的低温管道较短，其它设备操作温度均稍高，这样有利于气提过程及减少冷量损失。缺点是传热温差小，溶剂损耗大。另一种冷却富液，即冷却刚出脱碳塔的富液。采用这种氨冷器位置的有加拿大希尔哥顿公司氨厂，加拿大工业公司氨厂等。它的优点是传热温差大，有利于减少传热面积。（因为整个脱碳系统中，富液温度最高）整个脱碳系统操作温度都较低，溶剂损耗少。然而带来的缺点是不利于解吸过程，低温管道设备多，冷量损失就大。 本设计脱碳系统的半贫液冷却采用第二种位置，贫液是由热再生塔来，经溶液换热后再用氨冷却，属于第一种位置。 1.5.7 脱碳塔气液比的确定： 1、气液比对净化度的影响。 在其它工艺条件不变时二氧化碳净化度随着气液比的增大而降低。下表中模式数据显示了这种影响。从该表中看到，在吸收再生条件均相近的情况下，吸收塔气液比越小，净化度越高。（吸收压力均在2.5~2.8MPa，吸收温度均在26~34℃，气提空气/溶剂在18.2~23.6） 表1—5—2 序 号 气  液  比 溶剂吸收CO2能力m3 (标）/m3 CO2 mol% 进塔气 净化气 1 43.2 11.0 25.6 0.1 2 49.8 12.9 26.2 0.4 3 54.0 14.2 26.0 0.4 4 62.0 16.2 27.2 1.4 下面我们再看三组计算数据。下表的A、B列为某工艺条件下，气液比由80.7减少到78.9%，净化气中CO2含量即由0.020%减少到0.016%。下表中的C、D、E三列为另一工艺条件下，CO2净化度随气液比降低而升高的情况，下表中F、G、H三列为某一工艺条件下，CO2净化度，脱碳能力与气液比之间的数量关系。 2、若要保证一定的CO2净化度，则气液比提高所产生的不利影响，需通过提高填料层高度来弥补。下表列出了在某工艺条件下，将CO2由进口的41.73%脱到0.5%的对比数据。 表1—5—3 序  号 A B C D E F G H 气液比 80.7 78.9 84.2 73.7 69.2 66.0 63.5 61.9 脱碳能力m3 （标）/m3 44.7 34.4 29.9 29.2 26.8 25.2 净化度CO2% 0.020 0.016 0.713 0.086 0.053 0.020 0.017 0.015 表1—5—4 序号 溶液循环量m3/h 塔底饮和度% 填料高度m A 72.0 60.0 17.9 B 62.0 72.3 28.0 上表表明，溶液循环量减少了100m3/h，填料高度增加10.1米，净化度效果相同。 本设计脱碳气液比106，此时溶液脱碳能力为47，脱碳塔底CO2饱和度为58.7%，气体出口CO2<0.1%。 1.5.8 水力透平的设置： 本设计中，脱碳吸收能力为3.24MPa，而高压闪蒸压力为1.1MPa，这两者之间，可利用的压差达2.03MPa，而且脱碳溶液循环量有1260米3/小时，因此设置水力透平可以回收大量的能量，计算回收功率612kW，每年可节电440万度。 1.5.9 闪蒸压力的确定 1、高压闪蒸： 高压闪蒸气含有部分氢气，因而需要返回脱硫塔进口，达到回收目的，高压闪蒸的压力与高压闪蒸气的数量，成份密切相关，同时还影响到低压闪蒸气的流量和质量，若减低高压闪蒸压力，那么其优点是回收氢气较多，也有利于低压闪蒸气中CO2纯度的提高。同时带来下列缺点：高压闪蒸气压缩功耗大，增加脱硫塔负荷，因此需增大脱硫塔塔径和溶液循环量。若提高高压闪蒸压力，则上述优缺点返之，下面请看某工艺条件下，高压闪蒸压力由800Kpa下降到750Kpa所引起的变化。 表1—5—5 闪蒸压力 其它工况 800KPa 闪  蒸 750KPa 闪  蒸 比  较 % 高压闪蒸气 总量Kmol/h 41.93 55.73 ↑32.9 H2量Kmol/h 9.59 9.90 ↑3.1 H2浓度mol% 22.88 17.76 ↓22.4 CO2浓度mol% 76.48 81.72 ↑6.4 H2回收率% 87.9 91.1 ↑3.7 闪蒸气压缩机电耗 kW 41.40 59.10 ↑42.8 本设计的高压闪蒸压力定为1.1MPa，高压闪蒸气含氢气16.3%，每小时回收氢气达940标米3。 2、低压闪蒸： 本设计的低压闪蒸压力定为150Kpa，低压闪蒸气流量为~40000m3（标）/h，含CO299.6%。 在确定低压闪蒸压力时，我们主要考虑尿素生产所需CO2的纯度和数量，下表列出低压闪蒸压力由200Kpa降至108Kpa时，对低压闪蒸气的影响。 表1—5—6 闪蒸压力 低压闪蒸气 200KPa 闪  蒸 180KPa 闪  蒸 比  较 % 总量Kmol/h 371 390 ↑5.2 CO2量Kmol/h 369 388 ↑5.2 CO2浓度mol% 99.49 99.50 ↑0.01 1.5.10 溶剂的再生和贫度 进脱碳塔贫液的贫度越高，塔顶的吸收推动力越大，净化度越高。下表显示了这种影响。 表1—5—7 序    号 A B 贫液CO2浓度ppm 9.4 34.7 净化度CO2mol% 0.017 0.020 本设计采用氮气气提比用空气气提脱除溶剂中CO2效果更好。气提塔的气液比为20.3。接近常用的20。但我们这里气提再生的是半贫液，另有加热再生的贫液，所以贫液的贫度是足够低的了。配以适当的脱碳塔，气提塔填料高度，可以满足净化气CO2含量小于0.1%的要求。 1.5.1.1 溶剂含水量 NHD溶剂具有很强的吸收水蒸汽的能力，实际运转时，由于原料气带水分，溶液中始终保持一定的含水量，据含水溶剂的CO2溶解度测定和工业装置的实际运转证明，含水量小于5%（重量）的NHD溶液溶解CO2的能力几乎不变。在本设计中，水的来源只有一个，从原料气中带来，但原料气分离器能排出冷凝水，能将系统中的水分排除。经衡算，溶剂含水量可以得到控制，系统水平衡问题可以解决。 1.5.12 溶剂损耗： 如前所述，NHD溶剂的饱和蒸汽很低，气相中带走的溶剂损耗极少。因此，不设溶剂洗涤回收装置。 1.5.13 腐蚀及材料选择： NHD溶剂本身无腐蚀性，并能在有些原来的腐蚀的脱碳系统内抑制腐蚀，这是因为NHD溶剂吸收了水分，减轻了CO2和H2O的结合对碳钢的腐蚀。 但在高温和有二氧化碳和水蒸汽存在的情况下，对设备有一定的腐蚀作用。因此，脱碳系统的大部分设备——脱碳塔、气提塔，两个闪蒸槽等都可用碳钢制作，仅部分内件，如除沫器，液体分布器，填料支承及压板等，采用不锈钢材料。 管道间垫片可用石棉，机械密封材料可选用硅橡胶，聚丙烯和聚四氟乙烯，一般的高分子材料慎用。 NHD溶剂是油漆的溶剂，管道和设备内表面不能使用涂料，偶尔接触NHD溶剂的设备防腐涂层可用环氧树脂漆。 第二章 工艺过程设计 2.1 工艺说明 2.1.1 设计依据 1、根据国家计委、国家科委及国产化办公室颁发的“七五”重点科技专题，引进技术消化吸收一条龙计划，采用NHD净化工艺，解决德士古煤浆气化技术的酸性气脱除，NHD净化技术合同编号75—7—6。 2、NHD脱硫脱碳基础设计是根据一九九○年八月，由南化公司研究院与化工部第一设计院签定的国产化一条龙子项合同《引进技术消化吸收一条龙子项7—6，30万吨/年氨厂，NHD脱硫脱碳基础设计》及九○年十月南化研究院第029号便函。合同确定90年12月底完成。 2.1.2 技术来源： 1、本世纪六十年代中期，美国的阿利德化学公司首先开发出聚乙二醇二甲醚（化学名称缩写为DMPEG）是一种用于吸收分离H2S、CO2、水分及其他气体的优秀的有机溶剂，具有能耗低，净化度高，无毒无腐蚀的特点，已经广泛用于煤气，合成氨、甲醇、天然气等工业规模的脱除CO2、H2S、H2O的净化工艺，命名为众所周知的Selexol工艺。具有典型意义的代表有：希尔哥顿矿物公司三十万吨合成氨装置（加）天然气为原料的脱CO3工艺，TVA煤气化合成氨装置（美）四万吨脱硫脱碳工艺。 塞勒克索尔（Selexol）法与勒克梯尔（Rectisol）法的比较表 项      目 勒克梯索尔法 塞勒克索尔法 日本宇部兴产公司提出的比较 相当600t/dNH3 (1) 基础条件： 原料气量，标米3/时（干基） 81552 81552 组成：（体积）% H2 63.27 63.27 CO 1.00 1.00 CO2 35.07 35.07 H2S 0.24 0.24 COS 0 0 N2 0.14 0.14 Ar 0.07 0.07 CH4 0.19 0.19 压力，公斤/厘米2（表） 75 75 温度，℃ 40 40 净化气要求：CO2 0.1(体)% 0.1(体)% H2S <1ppm <1ppm 酸性气中H2S含量 约25（体）% 约25（体）% 排出废气中H2S含量 <25ppm <25ppm （2）  技术特性： 溶剂 甲醇 聚乙二醇二甲醚 吸收原理 物理吸收 物理吸收 操作温度（吸收塔顶）， -57 H2S吸收17 ℃ CO2吸收-1 溶液循环量，米3/时 约100 约370 溶剂消耗，公斤/时 17 0.76 排出废气中甲醇 215ppm 溶剂安全性 有毒，易燃 无毒，不燃 溶剂价格 1.14美元/磅 专利公司 林德/鲁奇 联合化学 专利费用 约44.0770美元 约30.8000美元 （3） 设备投资费用 100% 100% （不包括一次装入溶剂 （包括一次装入溶剂 费用） 费用） （4） 消耗指标： 蒸汽：10公斤/厘米2（表） 0.65吨/时 7.0吨/时 5公斤/厘米2（表） 4.0吨/时 电，千瓦小时/时 1680 1730 氮气，标米3/时 4500 8190 冷却水，米3/时 38 460 英国福斯特惠勒公司提出的比较 溶剂循环量，吨/时 87 350 吸收温度，℃ -38 0 蒸汽用量：10公斤/厘米2（表） 0.5吨/时 3吨/时 5公斤/厘米2（表） 3.6吨/时 2、2脱硫脱碳方案比较 2、2、1 工艺技术 由于变换气中含有较高的CO2，气体压力为3.5MPa，因此二氧化碳的分压也较大，同时变换气量又大，用传统的化学方法脱除，溶液循环量非常大，能耗较高，溶液泵的扬量太大也难选到，因此只有从物理吸收范围内选择湿法净化工艺才是现实。 用于H2S、CO2酸性气脱除的物理吸收方法很多，目前在工业上应用广泛，技术先进，投资省，能耗低的方法如下： ·  低温甲醇洗（Rectisol）法 ·  常温甲醇洗（Amisol）法 · MDEA法（物理—化学吸收） · Selexol法（国外常用） · NHD法（国内新开发） ·  碳酸丙烯酯法 常温甲醇洗对H2S、CO2不能选择吸收，而且甲醇消耗大，能耗较高，大型厂也没有使用经验，因此不宜采用。 碳丙（PC），用于脱硫尚缺少大厂实践经验，用于脱CO始于六十年代美国弗络系（Fcour）公司，但在国内不少氨厂中使用经验表明，其净化度差，溶剂挥发损失较大，国内不少氨厂已转向其他净化方法，新建厂已很少采用。 MDEA和Selexol，均属国外技术，如使用须付给国外技术使用费和软件费。与低温甲醇法方法相比，均为国外引进技术，NHD为国内自行开发的技术，在工程设计中应优先考虑自有技术。 经过初步分析后可确定暂在低温甲醇法和NHD两种方法相比较选定。 （a）  低温甲醇洗又称冷法净化工艺，是利用甲醇溶液在-60℃低温下洗涤变换气，溶解分离混合气中的CO2、H2S和COS等杂质。低温下甲醇对CO2、H2S和COS溶解度较大，因此循环溶液量小，耗电较少。其最主要的优点是净化度高，脱COS能力强，一般的净化度可达到总S≤0.1ppm、CO2 10ppm。同时分离出足够尿素生产使用的CO2（纯度达98.5%），它与液氮洗（-190℃深冷操作）配套，均在低温下操作，减少低温复热的过程，使流程简化、设备减少。 该法的不足之处是低温操作（-60℃），因此需要补充-40℃以下的低温冷量较大，此部分冷量折能耗较大，且甲醇溶剂蒸汽压高，挥发损失较大，因此，尤其是在甲醇再生蒸馏过程中蒸汽消耗较大。所以此法的冷、热能量消耗较高。低温甲醇洗法是在低温条件下操作，设备及配管、仪表、阀门材质要求高，不但造价高，而且国内不易解决，需要引进的范围大。该法工艺技术属国外工程公司专利技术，尽管国内已引进投产四套（75巴和35巴压力）低温甲醇洗装置，有的国内工程公司也从事了一些配套工作，但真正设计这样大型装置还是要引进技术，因此技术费、引进设备费要高于国内的技术和设备。另外甲醇本身有毒，挥发损失大，对人和环境均有污染。 （b） NHD净化工艺 此工艺是国内八十年代以后开发成功的新技术，具有九十年代的水平，该工艺在常温（-5~10℃）条件下操作，设备材质大部分为碳钢，国内可以解决，价格也便宜。 NHD工展出1，在P=3.5MPa压力下，溶液对H2S、COS、CO2选择吸收能力强，溶液循环量不大，能耗较低。H2S/CO2选择吸收性能强，H2S酸性气提浓缩效果好，再生气提浓后可直接去克劳斯硫回收（或Clinsulf硫回收），装置回收硫磺。NHD溶剂物化性能稳定，蒸气压低，挥发损失小，无气味、无毒、不腐蚀、不分解。该工艺能耗低、消耗低、成本低。 NHD工艺技术是国内南京化工研究院开发，化工部第一设计院已在鲁南化肥厂Ⅱ期工程净化系统成功的设计了一套年产8~10万吨氨装置，现已投产三年多，运行十分稳定。在此基础上还可以进一步优化设计，降低能耗，节省投资。从后面的技术比较可以清楚看出本技术的优越性。 （c）  低温甲醇洗与NHD都是先脱硫后脱碳，脱硫后的溶剂采用热再生，脱CO2后的溶剂均采用汽提，因此二者流程是相似的，低温甲醇洗脱硫与脱碳是用同一个高的吸收塔分为两段，上段脱二氧化碳，下段脱硫，上塔吸收CO2的溶剂一部分去下塔继续吸收H2S，NHD目前的流程是脱S和脱CO2溶剂分开各自成立系统循环，但低温甲醇洗额外增加一个甲醇—水蒸馏塔。低温甲醇洗吸收温度是-60℃，NHD脱CO2吸收温度-5℃，脱硫温度在24 ℃，因此流程中换热部分低渐甲醇洗比NHD要复杂得多，总的来说NHD流程比低温甲醇洗流程简单，同时，值得注意的是工厂内如果没有空分装置，则低温甲醇洗的气提用氮气将无法解决，而相反NHD可以用空气作气提剂。 2、2、2 操作压力的比较 （a）  低温甲醇洗脱硫脱碳 由于低温甲醇作为物理吸收，不同压力对操作费影响较大，见下表： 各种费用和单价列表 表2 项    目 单位 马  克 折合人民币 国内单价 电 kWh 0.03 0.1667 0.23 蒸汽 t 6 33.32 35 冷却水 m3 0.03 0.1667 0.07 气提氮气 0.003 0.01667 甲醇 0.5 2.777 2.500 冷量 -40℃ kW 0.02928 0.1626 -38℃ kW 0.028224 0.15674 -5℃ kW 0.011865 0.0659 操作费用是依据于100000m3（标）/h的原料气流量，同时对于不同压力下的投资根据林德公司介绍在56bar左右为最少。 （b） NHD脱硫脱碳 对于不同压力下的操作参数；从以下表看出对工艺技术的经济性影响很大，通过最优化计算的结果如下： 表3 参  数  值 相  对  费  用 投资 操作费用 管理费用 合计 压 力 1.72MPa(17.5ata) 1.27 1.07 1.16 3.51 3.43MPa(35ata) 1.00 1.00 1.00 3.00 6.86MPa(70ata) 1.09 1.20 1.16 3.45 10.3MPa(105ata) 1.35 1.39 1.37 4.11 资料摘自于七九届美国化学工程师学会国际会议，对Selexol方法的评估。 从以上的比较来看，在3.5MPa压力下，NHD各项费为最少，而低温甲醇洗各项费用不是最佳的。 2、2、3 设备大小和材质的比较： 低温甲醇洗溶液循环量小，而NHD脱硫脱碳的溶液循环量远大于低温甲醇洗的流量，因此NHD脱硫脱碳的吸收塔及泵较大。 NHD溶剂对设备无腐蚀，最低操作温度为-5℃，因此绝大部分设备可采用普通的碳钢，仅脱硫再生塔、煮沸器和板式换热器，用不锈钢，低温甲醇洗吸收温度为-60℃，因此要用大量低温合金钢，设备制作复杂，制造费也较高，部分低温设备和仪表、阀门需要引进，而NHD设备全部可以国内制造。 2、2、4 操作稳定性 甲醇与NHD同样是物理溶剂，不加缓蚀剂，不加消泡剂，鲁南化肥厂NHD溶剂使用3年多，溶液性质稳定，脱硫后的净化气指标在实际生产中H2S 1ppm，脱碳后CO2指标0.1%(V)。同时因为鲁南化肥厂脱碳再生用的气提气为空气，所以鲁南化肥厂在脱硫后增加了干法氧化铁脱硫，其主要目的是以保证脱碳溶液不受污染。低温甲醇洗净化后中总硫指标保证为0.1ppm，引进的低温甲醇洗运转多年，操作也很稳定，因此这二种净化方法操作都是稳定的，停车事故较少，操作都是稳定可靠的。 2、2、5 年操作费和投资比较 这两种净化方法的经济性最后反映于年操作费用，年操作费用包括折旧费，管理费、消耗费用，由于低温甲醇洗投资费用大，因此折旧等几项费用都大。 消耗指标与运行费用 项    目 单位 单价（人民币） 元 消耗指标（吨氨） 低温甲醇法 NHD LP蒸汽（0.5MPa） t 53.1 0.44 0.7 MP蒸汽（1.1MPa） t 57.52 0.064 循环水（Δt=10℃） m3 0.10 77.6 79 电 kwh 0.35 53.95 65 溶剂损失 NHD kg 12.6 0.4           甲醇 kg 2 1.2 消耗费用 万元/年 2523.95 3278.7 折旧费 万元/年 738.11 457.14 大修费 万元/年 387.32 239.88 管理费 万元/年 27.67 17.13 年操作费 万元/年 3677.05 3992.85 综合经济指标 气体净化工艺 低温甲醇洗 NHD 装置总投资费 12951.48（万人民币） 6898.66（万人民币） 其中    装置投资 11066.19（万人民币） 6853.66（万人民币）         专利使用费 124.12（万欧元） 45（万人民币）         工艺包费 140（万欧元） 溶剂装填费 100（万人民币） 630（万人民币） 年操作费 3677.05（万人民币） 3992.85（万人民币） 2、3 结论 从以上较全面比较来看，低温甲醇洗和NHD两种净化方法各有优缺点，但NHD更具有优越性，低温甲醇洗需要引进软件和部分设备和钢材，仪表、阀门等。而NHD是国内技术，化工部第一设计院，鲁南化肥厂可以联合提供技术、设计和 培训 焊锡培训资料ppt免费下载焊接培训教程 ppt 下载特设培训下载班长管理培训下载培训时间表下载 服务，鲁南化肥厂7年多的实际操作也充分证明该方法操作稳定，很少因净化出问题而停车。 因此我们认为目前国内大、中型新建、扩建氨厂采用NHD技术，在技术是成熟可靠的，经济是合理的，在节省基建投资的情况下，NHD更具其优越性，同时NHD其设计和建设期短。