第4章化工工艺及系统
4.1 概述
4.1.1 装置设计规模、装置组成
（1）装置设计规模
云峰分公司30万吨/年合成氨节能技改项目的生产规模公称能力为30万吨/年总氨即使氨醇公称能力为1000吨/天；现合成氨生产能力为1034吨/天，其中合成氨产量为～965吨/天，精甲醇～57吨/天即液氨28.95万吨/年，精醇产量为1.7万吨/年。
各工艺装置设计能力如表4.1-1所示。
表4.1-1 各工艺装置设计能力
（2）装置组成
本项目的工艺装置有空分装置、煤气化装置、净化装置和合成装置，工艺装置代码及WBS详见表4.1-2。
表4.1-2 工艺装置代码及WBS
4.1.2 生产工艺特点
本项目采用固定床富氧造气生产半水煤气，湿式栲胶氧化法脱除半水煤气中的H
2
S，半脱气经过往复式原料气压缩机加压至3.0MPa，全低温耐硫变换将煤气中的CO转化为
H 2和CO
2
，再经过湿式栲胶法脱除变换气中残存的H
2
S，变压吸附法脱除变换气中的CO
2
，
净化气经离心式合成气压缩机加压至15MPa后进行醇烷化气体精制，精制后的氢氮气进
行氨合成。
本项目工艺流程主要特点：
（1）造气：型煤富氧造气工艺。采用当地粉煤成型为气化原料，降低原料的成本；利用富氧造气，可提高蒸汽分解率和制气效率。
（2）脱硫：采用栲胶法半水煤气和变换气脱硫，工艺成熟，适应性强，原料供应便宜。
（3）变换：3.0MPa耐硫变换工艺，(触媒)低温活性好、活性温区宽、耐硫抗毒性强。
（4）PSA脱碳：有运行费用低（较湿法脱碳工艺，吨氨可节电140KWh）、装置可靠性高、维修量少、操作简单、便于管理的优点。
（5）合成气压缩：采用合成气和循环气压缩一体机，并采用蒸汽透平驱动离心式压缩机组。特点是单机打气量大，占地面积小，运转平稳无脉冲，维修少无需备用，出口气体不含油，用蒸汽透平驱动可减少一次能量转换的损失等优点。
（6）醇烷化精制：采用与氨合成等压的醇烷化精制合成气工艺，气体精制度高，氨合成催化剂寿命长；在副产甲醇的情况下还可放松对CO变换和脱碳的气体净化度要求，减少合成氨生产的能量消耗。
（7）氨合成：15MPa氨合成工艺，氨合成塔采用轴径向流合成塔内件，采用大体积、高效合成催化剂，氨净值高，压降低；采用水冷及两级氨冷冷凝分氨，降低入塔氨含量；氨合成反应余热用于副产蒸汽，热利用率高。
（8）尾气回收：氨合成驰放气通过高压膜提氢，氢气返回合成系统；氢回收尾气
经过变化及PSA提氢回收有效气后送入合成装经过转化装置将惰气甲烷转化为CO和H
2
置离心式压缩机入口，降低单位氨产品的原料煤气消耗。
（9）冷冻：氨压缩机采用蒸汽驱动离心式压缩机，具有单机打气量大，调节能力强，适用于多工况制冷用户。压缩机运行稳定，无需备机，维护工作量小。
（10）空分：采用分子筛净化、增压透平膨胀机补充冷量，液氧自增压流程，安全性高可靠性好。
4.1.3 本装置的三废治理及环境保护的措施与实际效果
气、氨合成的放空气合成氨生产产生的废气主要是造气的工艺放空气、脱碳的CO
2
回收完有效气的尾气、氨罐驰放气回收氨后的尾气、开车及事故排放气。
本项目设置有三废混燃炉，造气的工艺放空气送三废混燃炉燃烧后经尾气送到型煤
工序利用热源后经除尘、脱硫后排放。本项目设置全厂火炬，生产装置在正常开停车及非正常工况停车时，排放出的工艺气经过火炬燃烧排放。
合成氨生产产生的废水主要是CO变换工艺冷凝液、循环水装置的排污水和地面冲洗水。CO变换工艺冷凝液、合成循环水装置的排污水排至脱硫循环水作为补充水；脱硫循环水装置的排污水排至造气循环水作为补充水；造气循环水装置的排污水及地面充洗水排至合成氨污水处理装置，经除油后一部分去回用水处理装置处理后作为合成循环水装置的补充水，另一部分去工厂磷酸装置使用。
合成氨生产产生的废渣主要是造气炉渣和废催化剂。造气炉炉渣送三废混燃炉作为燃料使用；废催化剂由催化剂生产厂回收处理或由工厂在渣场作无害化处理。
4.1.4 生产制度
工厂生产操作人员采用四班三运转制，年操作300天、7200小时。
4.2 原材料、产品(中间产品)及催化剂、吸附剂、化学品的主要技术规格
4.2.1 原料煤规格
4.2.2 产品技术规格
表4.2-2 产品技术规格
4.2.3 催化剂、吸附剂、化学品技术规格
表4.2-3 催化剂、吸附剂、化学品技术规格
4.3 装置危险性物料主要物性
本项目装置中的危险性物料如表4.3-1所示。
表4.3-1 危险性物料主要物性表
危险性物料主要物性数据自《石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范》(GB50493-2009)和《危险物品安全手册》。
*按《职业性接触毒物危害程度分级》(GB5044-1985)规定。
**按《石油化工企业设计防火规范》(GB50160-2008)和《建筑设计防火规范》(GB50016-2006)规定。
***按《爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范》(GB 50058)规定。
4.4 生产流程简述
4.4.1 空分装置
空分装置以空气为原料，通过深冷分馏的方法获得氧、氮产品，为煤气化提供氧气，并为全厂提供仪表空气和吹扫及检修用氮气。
空分装置由以下工序组成：
（1）空气压缩工序
（2）空气预冷工序
（3）空气纯化工序
（4）分馏塔工序
（5）液体贮存及汽化工序
原料空气在空气吸入过滤器中去除灰尘和机械杂质后，进空压机压缩至约0.63Mpa （A），然后进空气冷却塔中冷却。
空气在直接接触式空气冷却塔中与水进行热质交换，降温至～10℃，然后进入交替使用的分子筛吸附器。用于冷却空气的水有两部分：一部分为循环水，由泵加压后进入空冷塔中部；另一部分称为冷冻水的则是来自循环水网，先进入水冷却塔中，利用分馏塔来污氮和富余氮气初步降低水温，再经冷水机组进一步降温后进入空冷塔的顶部。
出空冷塔空气进入分子筛吸附器，清除空气中的水份、二氧化碳和一些碳氢化合物，获得干净而又干燥的空气。两台吸附器交替使用，一台吸附器吸附杂质，另一台吸附器由污氮气进行再生。
出吸附器的空气分为两股，一股直接进入主换热器冷却后节流进入下塔底部，；另一股为膨胀空气，首先经过膨胀机增压端的压缩及增压机后冷却器的冷却，再进入主换热器)被冷却，经膨胀机膨胀后进入上塔中部。
进入下塔的空气经下塔的初步分离，在下塔底部获得富氧液空，顶部获得纯度为99.9%的纯氮气。下塔底抽出的液空经过冷却器过冷后分别进入上塔，而下塔顶的氮气进入冷凝蒸发器中，进入冷凝蒸发器的氮气被液氧冷却成为液氮，其中一部分液氮回下塔作为下塔的回流液体，另一部分液氮经过冷器过冷后进入上塔参加精馏。
各种物流进入上塔，经过上塔的进一步分离，可在上塔顶获得纯度为99.9%的氮气，中上部抽出污氮气，底部获得纯度为99.6%的液氧，利用自身高度差产生的液柱静压增压后进入液氧蒸发器蒸发后进入主换热器被复热至常温，经膨胀空气冷却后送出冷箱供用户使用。同时抽取部分液氧。氮气、污氮气经过冷器、主换热器复热后出冷箱；复热
后的氮气一部分作为产品气送出，另一部分氮气则送水冷却塔回收冷量。复热后的污氮气分成两部分，一部分作为分子筛吸附器的再生用气，另一部分也送入水冷却塔回收冷量。
气氧回路：气氧以0.08MPa从冷箱输出，
气氮回路：气氮以0.012MPa从冷箱输出，
液氧回路：液氧以0.05MPa从冷箱输出，送至液氧储存系统
液氮回路：液氮以0.05MPa从冷箱输出，送至液氮储存系统
污氮回路：一股污氮用于分子筛吸附器的再生, 另一股送到水冷塔对水进行冷却，还有一小部分进入冷箱，对冷箱充气。
解冻用的干燥空气：空分设备仪表及解冻（处于正常工作状态）用的干燥空气从分子筛吸附器的出口抽出后送至仪表空气网络。
仪表空气：从分子筛排出后送出界区。
液体排放：从冷箱排出的所有低温液体汇集后送至喷射蒸发器与空气混合蒸发后排入大气。
排气：设备的正常排气先送至各消声器再排入大气。
参见管道仪表流程图（图号：12025-01000-PR25-01）。
4.4.2 煤气化装置
本装置是根据全厂的物料平衡计算结果，提供一定量的粗煤气经净化后供给合成氨装置生产氨产品。按照用户提供的原料煤组分及特性，气化技术拟选用固定床富氧气化。煤气化装置由型煤、造气和气柜工序组成。
型煤部分参见第19章，固体原料、产品贮运。
（1）造气
本项目采用固定层富氧气化装置，采用24台造气炉，利用空分装置提供纯氧。
合格的原料型煤由输煤皮带送至各炉料仓，由自动加煤机（Z02201A-X）加入煤气发生炉（F02201A-X），进行气化反应，加煤在下吹阶段完成。气化过程包括：吹风、上吹制气、下吹制气、二次蒸汽上吹和空气吹净这样循环的五个阶段。
a）吹风阶段
来自空气鼓风机（B022101A-H），压力O.128MPa的空气与空分装置制取的高浓度氧（90~93%）混合到一定浓度（氧含量控制在24%左右），由煤气发生炉（F02201A-X）底部吹入，自下而上通过炭层，在炉内与炭层发生燃烧反应并放出大量热量储存于炭层内。
出炉气称为工艺放空气，温度在350℃左右。经过一级旋风除尘器（S02201A-X ）除尘后送三废流化混燃炉工段回收热量，副产高品位的蒸汽。在三废流化混燃炉回收装置停炉检修时，也可由放空气总管经一级旋风除尘器（S02201A-X ）除尘后，由烟囱放空。
吹风阶段发生的主要反应如下： C+O 2=CO 2+97650Kcal 2C+O 2=2CO+58860Kcal 2CO+O 2=2CO 2+136440Kcal b)上吹制气阶段
上吹蒸汽主要来自两部分，其中一部分来自本工段造气炉夹套及煤气显热回收器，这部分蒸汽压力O.1MPa （其中夹套副产1.27MPa 蒸汽，减压为0.1MPa ），温度在127℃左右经过过热段过热，另一部分来自造气鼓风机(透平)出口，压力O ．1MPa ，温度200℃。两部分蒸汽经过蒸汽缓冲罐（V02202A-F ）混合后，温度210℃左右，从煤气发生炉（F02201A-X ）底部送入，自下而上通过炉内炭层，与灼热的炭层反应。所产生的水煤气(上行煤气)出炉温度在350℃左右。经过二级旋风除尘器（S02202A-F ）除尘，通过余热回收器（E02201A-F ）回收余热，温度降至140℃左右，然后进入第一煤气冷却塔（C02201A-F ），水煤气冷却至~40℃以下，送往气柜工序。
上吹制气阶段发生的主要反应如下： C+H2O=CO+H2—28380Kcal C+2H2O=CO2+2H2—17970Kcal c)下吹制气阶段
经过一段时间的上吹制气后，炭层热点上移，为保证气化层稳定，需要改变蒸汽流向，即蒸汽自上向下吹。低压过热蒸汽由煤气发生炉（F02201A-X ）上部吹入，自上而下通过炭层，与炭层反应得到水煤气。由炉底送出的煤气温度250℃左右，接入上行煤气管，通过余热回收器（E02201A-F ）回收余热，温度降至140℃左右进入第一煤气冷却塔（C02201A-F ）洗涤、冷却后送往气柜工序。
下吹制气阶段发生的主要反应与上吹制气阶段相同。 d)二次上吹制气阶段
流程基本上与上吹制气相同。目的在于置换炉底下部及管道中残留的水煤气。 e)空气吹净阶段
流程同上吹制气。但不用蒸汽，而改用空气，目的是回收系统中的水煤气。为防止
氮气进入煤气系统，适当控制吹净阶段时间。空气吹净后改为吹风阶段，从而完成一个制气循环。
空气煤气发生炉旋风除尘余热回收器洗气塔气柜；空气吹净后，立即转入下一个循环的吹风阶段。
以上5个阶段的工作循环，由DCS程序自动控制。
造气炉渣由炉底排出后由皮带送往排渣场供三废混燃炉使用。
造气炉产吹风气由炉顶排出后送三废混燃炉使用。
同时，本项目造气风机采用蒸汽驱动，背压后蒸汽送造气炉自用，达到能量综合利用的目的，具体实施为：来自热网的1.1MPa先进入功热电联产装置驱动造气风机作功，其排出的蒸汽为0.1MPa继续用于造气工序，从而将造气风机用电完全省去。
参见管道仪表流程图（图号：12025-02200-PR25-01~06）。
（2）气柜
为保持造气工序和后续原料气压缩工序系统压力平稳，本项目在造气工序后设置气柜（V02301）。
造气工序来半水煤气，经第二煤气冷却塔（C02301A-B）进一步除尘冷却后温度降至35℃以下，经煤气入口水封（V02302A-B）进入气柜（V02301）；同样气柜（V02301）出口的半水煤气经过煤气出口水封（V02303A-B），由总管送到半水煤气脱硫。
参见管道仪表流程图（图号：12025-02300-PR25-01）。
4.4.3 净化装置
采用固定床富氧煤气化工艺生产的半水煤气除含CO、H
2、CO
2
、N
2
外，还有少量H
2
S、
COS、CH
4等成分。氨合成需要的有效气体是H
2
和N
2
，因而粗煤气需经CO变换生成H
2
，
并除去多余CO
2
；硫化物对氨合成催化剂是毒物，必须除去。所以煤气化工艺生产的半
水煤气需要经过CO变换、脱硫、脱碳等工序，除去H
2S、COS等有害物质及CO
2
等其它
物质，留下合格比例H
2、N
2
、CO和CO
2
然后进入醇烷化和氨合成装置。
净化装置包括以下工序：半水煤气脱硫、原料气压缩、CO变换、变换气脱硫、PSA 脱碳、精脱硫等。
（1）半水煤气脱硫
本工序主要作用是将来自气柜的半水煤气除油、除焦、加压后，通过两级脱硫，将硫化氢由6000mg/m3脱除到70mg/m3，达到后续工序要求。
来自气柜的半水煤气经过一级电捕焦油器入口水封（Z03101A～D）进入一级电捕焦
油器（S03101A～D）底部，自下而上的通过沉淀管，在高压静电作用下，管中电晕极产生电晕放电现象，当含尘的半水煤气通过电晕极沉淀极之间形成的不均匀电场时，煤气电离灰尘微粒游离便移向沉淀极，使半水煤气的灰尘吸附在电晕极和沉淀极上，灰尘用水冲除，半水煤气由顶部出口管引出，经出口水封（Z03102A～D）进入煤气总管，送入半水煤气鼓风机。
半水煤气由半水煤气鼓风机（B03101A～G）加压，升压49kpa后分为两路送入冷却塔（C03101A/B）塔底与塔顶来的循环水逆流接触，使半水煤气温度由60～85℃降到35～40℃，该冷却塔可随气温的变化而调节水量，以保证出冷却塔的气体温度适宜。从冷却塔塔顶来的气体依次进入预脱硫塔（C03102A/B）和脱硫塔（C03103A/B）脱硫，使半水煤气中的硫化氢含量由6000mg/Nm3脱到70mg/Nm3,达到后续工序要求。由脱硫塔塔顶来的半水煤气进入洗涤塔（C03104A/B）塔底，与塔顶来的循环水逆流接触，降低气体温度，同时除去煤气中夹带的少许焦油以及单质硫后，进入二级电捕焦油器（Z03103A～D）进行二级除尘，除去半水煤气中夹带的焦油和硫磺泡沫，合并为一路送入半水煤气压缩机。
每一系列的预脱硫塔和脱硫塔下塔来的富栲胶溶液合并后自流至各自系列的富液槽（T03101A/B），而来自二系列的脱硫塔上塔的富栲胶液分别自流至同一富液槽（T03101C），来自富液槽的富栲胶液，由配套的富液泵（P03101A～I）加压，通过自吸式喷射器吸入一定量的空气，一起进入氧化再生槽（T03102A～C）进行氧化再生，生成的贫栲胶液溢流至贫液槽（T03103A～C），由贫液泵（P03102A～I）分别送入预脱硫塔和脱硫塔下塔顶部，与气体逆流接触，由上而下，循环使用。
从氧化再生槽浮选出的硫泡沫溢流到硫泡沫槽（T03104A～C），由硫泡沫泵（P03103A～F）送入熔硫釜（S03103A～H）熔融出硫磺，做成硫锭，外卖。从熔硫釜滤出的清液溢流至溶液沉淀池（T03106）进行沉降，沉降后的清液由清液泵（P03103A/B）送回系统循环使用。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03100-PR25-01~12）。
（2）原料气压缩
原料气压缩工序是将来自半水煤气脱硫工序的半水煤气和低压膜提氢气的混合气约136730Nm3/h，加压至3.0MPa后送至CO变换工序。
来自脱硫后的半水煤气和低压膜提氢气一起混合经过气水分离器进入原料气压缩机一级缸，经一级缸压缩加压至约0.24MPa、温度为160℃，然后进入一级排气缓冲器
缓存压力和流量后进入一级冷凝冷却器将温度降低到40℃，进入一级汽水分离器分离冷凝液后进入二级进口缓存器缓存，再经二级缸、三级缸、四级缸加压、冷却、分离，压缩到3.0MPa后送入CO变换工序。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03200-PR25-01）。
（3）变换
变换工序是将半水煤气中的CO通过与H
2O反应转化为H
2
和CO
2
。考虑到后续工艺采
用高压醇烷化进行气体精制，同时也为降低CO变换工序的蒸汽消耗，变换后气体中CO 含量≤1%。
原料气压缩来的 3.0MPa，40℃的半水煤气，经气液分离器（S03301）和除油炉（S03302），除去半水煤气中夹带的凝液、杂质和颗粒后，进入煤气换热器（E03301）与中温水解槽（R03303）来的变换气换热到110～120℃，进入中间换热器（E03302），与二变炉（R03302）来的变换气换热升温至220～230℃，加入经蒸汽过热器（E03307）来的过热蒸汽后，进入一变炉（R03301）上段，经抗毒剂除去耐硫催化剂的有害毒物，进行变换反应，一变炉（R03301）上段出口CO含量约20%，温度达到360～370℃，经蒸汽过热器（E03307）降温后，进入第一喷水增湿器（S03304），喷水降温至210℃，进入一变炉（R03301）下段继续变换反应，出口CO含量约8%，温度320℃，进入第二喷水增湿器（S03305），降温至210℃，进入二变炉（R03302）上段，出口温度～260℃，CO～3%，经中间换热器（E03302）与半水煤气换热，降温至180～190℃，进入二变炉（R03302）下段进一步反应，二变炉（R03302）下段出口温度至200～210℃，CO ～1.0%，进入中温水解槽（R03303），变换气中的有机硫发生催化反应转变成无机硫，部分变换气进煤气换热器（E03301）预热半水煤气，另一部分进冷激水加热器（E03303）将冷激水加热到160～180℃，混合后的变换气约125℃,进脱盐水加热器（E03304）降温至～70℃(冷凝液作为脱硫循环水的补水)，经变换气冷却器（E03305）降温至40℃，在变换气分离器（S03306）中分离出冷凝液后，去变换气脱硫工段。
界区外来的～100℃除氧水经冷激水加热器（E03303）加热到180℃，去喷水增湿器（S03304/S03305）对变换气进行降温增湿。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03300-PR25-01/02）。
（4）变换气脱硫
本工序是脱除变换气中的硫杂质。从变换工序来的约2.85Mpa、163000Nm3/h的变换气中含无机硫约430mg/Nm3，为满足醇氨合成气净化度的要求，需将变换气中的总硫
含量经变换气脱硫后降至5mg/Nm3以下。
本工序设置两级脱硫，共三个脱硫塔，一级为两塔并联，二级为单塔。
由变换工序来的变换气，并联进入一级变换气脱硫塔（C03401A/B），在塔内与从溶液循环泵（P03401A-D）来的脱硫液逆流接触，无机硫含量脱除至80mg/Nm3后，然后一起进入二级变换气脱硫塔（C03401C），与溶液循环泵（P03401F）来的脱硫液逆流接触，无机硫含量脱除至10mg/Nm3，经塔后分离器（S03401）分离夹带的脱硫液后，进入活性炭槽（T03406A/B），变换气中硫含量降至5mg/Nm3，送至PSA脱碳工序。
S后的带压富液由变换气脱硫塔（C03401A/B/C）塔底引出，进入涡轮机吸收了H
2
（P03401A-F）进行能量回收后，进入闪蒸槽（T03401A/B），在0.6MPa压力下闪蒸出溶解的气体，闪蒸气返回压缩机一段，富液经喷射器进入氧化再生槽（T03402）氧化再生，再生后的贫液进入溶液循环槽（T03403），经溶液循环泵（P03401A-F）加压送至变换气脱硫塔（C03401A/B/C）进行循环利用；氧化再生槽（T03402）中浮选出的硫泡沫自流入硫泡沫槽（T03404），由硫泡沫泵（P03402A/B）送至半水煤气脱硫工序进行硫磺回收。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03400-PR25-01~04）。
（5）PSA脱碳
脱除，要求PSA脱碳后气体中本工序是用变压吸附（PSA）的方式将变脱气中的CO
2
含量≤0.2%。
CO
2
本工序分为PSA-CO
-I提纯段和PSA-CO2-II净化段。
2
-I提纯段：本工段采用29-6-19-P工艺流程，即29台吸附塔6塔在线吸附，PSA-CO
2
19次均压,吹扫再生工艺。流程如下：压力2.75MPa、温度≤40℃变换气，经汽水分离器脱除游离水后，进入PSA -I，自吸附塔底部进入正处于吸附状态的6台塔内，在不同种类吸附床层的依次选择吸附下，在此，原料气中的二氧化碳优先吸附下来，微量甲烷和气态水等杂质气体也被吸附下来；未被吸附的氢气、氮、一氧化碳和少量二氧化碳
-II工段。当被吸附物质的传质区前沿(称为吸附前作为中间气从塔顶流出进入PSA-CO
2
沿)到达床层出口预留段某一位置时，关掉该段吸附塔底原料气进料阀和塔顶尾气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。通过19次均压降，一方面将吸附剂吸附的二氧化碳解吸出来，顺着吸附方向去置换和顶替吸附剂吸附的比二氧化碳吸附力弱的氢氮等气体，增加床层死空间中的二氧化碳浓度，另一方面顺着吸附方向将塔内较高压力富含氢、氮气的混合气放入其它已完成再生的较低压力的吸附塔，该过程不仅是降压解吸提纯二氧化碳的过程，更是充分回收床层死空间氢、氮气的过程。均降结束后，逆着
吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的二氧化碳和微量的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，使吸附剂达到自然降压再生的。逆放结束后，通过二段吹扫气吹扫，进一步降低吸附床层中二氧化碳的分压，使吸附床层的吸附剂完全再生。吹扫结束后，通过二段升、均升及再加压等步序使吸附塔压力回升至吸附压力，转入吸附步序。整个操作过程在入塔原料气温度下进行，粗脱段每台吸附塔依次经历吸附、19次均压降、顺放、逆放、吹扫、二段升、19次均压升、最终升压步序。
-II净化段：本工段采用14-4-6-4P工艺流程，即14台吸附塔4塔在线吸PSA-CO
2
附，6次均压,吹扫再生工艺，流程如下：来自PSA-CO
-I压力为2.71MPa(a)，温度40℃
2
的中间气进入PSA -Ⅱ净化段，自吸附塔底部进入正处于吸附状态的4台塔内。在吸附剂的依次选择吸附下，其中的二氧化碳、甲烷等杂质被吸附下来，未被吸附的氢气、氮气和一氧化碳作为产品净化气从塔顶流出，进入下工序。当被吸附杂质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某一位置时，关掉该吸附塔底进料阀和塔顶出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。通过6次均压，顺着吸附方向将塔内较高压力富含氢、氮气的混合气放入其它已完成再生的较低压力的吸附塔，该过程可充分回收床层死空间的氢、氮气。在均压过程结束后，这时，剩余均压气顺着吸附方向顺放到三个缓冲罐，作为吹扫气，对吸附剂进行吹扫再生；顺放结束后，逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，使吸附剂达到自然降压再生的目的。逆放结束后，为使吸附剂得到进一步的再生，用顺放缓冲罐的气体，对吸附剂进行吹扫，对吸附剂进行深度再生。逆放解吸气和吹扫解吸气近10000Nm3/h回收至提纯段。吹扫结束后，通过均升及再加压等步序使吸附塔压力回升至吸附压力，转入吸附步序。整个操作过程在入塔原料气温度下进行，净化段每台吸附塔依次经历吸附、6次均压降、顺放、逆放、4次吹扫、6次均压升、最终升压等步序。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03500-PR25-01~03）。
（6）精脱硫
来自PSA脱碳工序的脱碳气，连续进入第一精脱硫塔（C03601）和第二精脱硫塔（C03602），将净化气中的硫含量脱除至0.1ppm后，然后净化气去合成气压缩工序。
参见管道仪表流程图（图号：12025-03600-PR25-01）。
4.4.4 合成装置
本装置主要是对合成气进行精制，然后通过氨合成生产氨产品，并且对氨合成放空气及氨罐驰放气回收利用。
合成装置包括以下工序：合成气压缩、醇烷化、氨合成、冷冻、氢回收、无动力氨回收和尾气转化。
（1）合成气压缩
本工序是将来自净化装置的净化气、氨合成工序的循环气和富氢气加压至15MPa送至合成装置进行气体精制及合成。
进入合成气压缩机的气体有三股，第一股气为经过PSA脱碳后的净化气，气量为112000Nm3/h、2.65MPa；第二股气为氨合成工序放空气经过氨氢回收后的部分富氢气，气量为10208Nm3/h、3.0MPa，第三股为提氢尾气经转化回收的富氢气，气量约为7389Nm3/h、2.85MPa。该三股气体经过合成气压缩机的低压缸和高压缸压缩、冷却、气液分离后进入醇烷化工序；烷化后的气体与氨合成工序的循环气混合进入合成气压缩机的循环压缩段，压缩后进入氨合成装置。
参见管道仪表流程图（图号：12025-04100-PR25-01）。
（2）醇烷化
醇烷化是对新鲜合成气体中尚存的微量CO及CO
2
进行最后脱除，满足氨合成小于10ppm的要求，并同时副产甲醇产品。
醇化系统工艺流程：来自PSA脱碳工序的工艺气经压缩机加压到～15.0MPa，加压后的气体分三路：第一路作为醇化塔的冷激气，以此调节反应器各床层的温度；第二路进入醇化塔内件与壳体之间的环隙，以此冷却塔壁；第三路作为主线气，与第二路的工艺气汇合后进入塔前换热器换热。换热后的气体进入醇化塔下部换热器，温度升至～210℃由中心管进入催化剂床层反应，反应后的气体进入塔前换热器换热，温度降到～80℃后进入水冷器冷却，冷却后的工艺气进入醇分进行气液分离，分离后的气体去洗醇塔洗涤气体中夹带的少量甲醇，洗涤后的工艺气去甲烷化系统。
烷化系统工艺流程：来自醇化系统的气体进入烷化塔前换热器换热，温度升到200～230℃后进入提温换热器，经过热蒸汽加热至230～260℃进入烷化塔催化剂床层反应，
将气体中～700ppm的CO、CO
２转化为CH
4
，反应后的气体进入塔前换热器管程，经换热后
温度降到～75℃进水冷器、烷化氨冷器，温度降至～8℃后进入水分离器分离出大部分水，分离后的气体去氨合成系统。
参见管道仪表流程图（图号：12025-04100-PR25-01~03）。
（3）氨合成
氨合成系统工艺流程按功能可分为预热、反应、余热回收、冷却分离等四个连续循
环的单元。
a）预热单元
来自循环机的合成气经总管分为两路，分别是：
入塔气总线——循环机出口至塔前换热器冷气入口，经换热至200～250℃进合成塔。
一次冷气——循环机出口至合成塔塔壁，用以调节塔外壳壁温。
b）反应单元
经热交换器加热后的入塔气约～230℃，分为四股，分别是：
合成塔零米副线——用以调节进合成塔1#催化床入口温度至365～380℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔1#催化床出口冷激气——用以调节进合成塔2#催化床入口温度至390～410℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔上层间换热器冷却气——用以调节进合成塔3#催化床入口温度至390～410℃，以适应合成塔不同的操作工况。
合成塔下层间换热器冷却气——用以调节进合成塔4#催化床入口温度至385～405℃，以适应合成塔不同的操作工况。
进入合成塔内部的上下层间换热器管程的冷却气分别与出2#床、3#床反应后的气体换热后，温度升高到360～385℃，沿中心管上升至催化床零米，经冷激气调节至合适的温度后，进入1#轴向催化床反应至470～495℃，经冷激气调节至390～410℃后，由外向内沿径向方向进入2#催化床反应至450～475℃，然后进入上层间换热器壳程，经冷却气调节至390～410℃后，再由外向内沿径向方向进入3#催化床反应至420～455℃进入下层间换热器壳程，经冷却气调节至385～405℃后，同样由外向内沿径向方向进入4#催化床反应，至400～450℃出合成塔。
c）余热回收单元
390～420℃的气体经直接进入直联废热锅炉,副产3.82MPaG饱和蒸汽，工艺气温度降至250～270℃，然后进入热交换器，与入塔的气体换热，温度降到70～80℃以下进入水冷器。
d）冷却分离单元
离开热交换器的合成气经水冷器冷却后温度降至34～37℃，经过冷交换器，温度降至～20℃分离冷凝液氨，分离后的气体进入一级氨冷器冷至5℃后进入二级氨冷器，
气体温度降至～-11℃后与新鲜气汇合进入氨分离器，分氨后的气体进入冷交换器回收冷量后，经循环机加压进入下一轮循环。分离的液氨减压至～1.6MPa送入闪蒸罐，闪蒸器出口的液体送至氨储槽，经闪蒸后的气体与氨储罐的驰放气送无动力氨回收工序。
e）其它辅助单元
本装置设置开工电炉，在原始开车或升温时，经塔前换热器预热后的工艺气体大约100～200℃，沿专用管线进入开工加热炉内，加热至400～480℃后，再汇入通过零米副线管进入氨合成塔。
冷冻的液氨来自冰机，先进入一级氨冷器，然后出口低温液氨再进入二级氨冷器提供冷量。
参见管道仪表流程图（图号：112025-04300-PR25-01~04）。
（4）冷冻
本工序的设置主要为氨合成装置提供相应的冷量，本工程项目氨冷量主要用于高压烷化氨冷器、氨合成一级氨冷器、氨合成二级氨冷器。
氨压缩机采用离心式压缩（机型为3MCL529），驱动方式为背压式汽轮机（机型B3.4-3.5/1.1）驱动。
来自氨合成工序（04300）的气氨分两路，2#氨冷器来的气氨（操作温度：-16℃，操作压力：0.12MPa）经过一段入口分离器（S04401）后进入氨压缩机（K04401）的一段压缩，由烷化氨冷器、1#氨冷器来的气氨（操作温度：0℃，操作压力：0.32MPa）经过二段入口分离器（S04402）作为补充气进入氨压缩机二段压缩，气氨最终压缩为1.6MPa。压缩后的气氨经过冷却后（E04401/04402）冷凝为液氨，最终通过液氨储槽缓存后送回氨合成工序（04300）。
在液氨储槽（V04401）检修需要排空时，液氨通过液氨泵(P04402A/B)送至氨罐（36100）。而在初始开车时及系统氨损耗需要补氨时则通过氨罐工序（36100）送来液氨。
参见冷冻管道仪表流程图（图号：12025-04400-PR25-01）。
（5）氢回收
氨合成圈的放空气中因含有大量的氢，因此设置氢回收将放空气中的有效成分回收，做到资源的合理利用。
a）高压膜提氢
氢回收的工艺流程可以分为两个基本过程，一是放空气的预处理过程，二是原料气的膜分离过程。
放空气的预处理包括高压水洗、预热及预放空，由合成系统送来的高压弛放气经调节阀减压后进入洗氨塔。由高压水泵送来的软水由塔顶喷淋净化气体。水洗后的气体（原料气）经预热器预热至40~50℃（高出露点5~10℃），然后送膜分离组进行氢分离回收。高压水洗的目的是将放空气中的氨进行回收，同时还要保证水洗后原料气中的氨含量必须低于200ppm才允许进入膜分离器。洗涤的氨水浓度在～17%，一部分送到三废混燃炉供脱硫使用，其余部分送到蒸氨。
为防止原料气中的饱合状态的水凝结，水洗后的原料气必须进行预热处理。原料气的预放空是膜装置在开车过程中的必要步骤，通过放空阀将原料气放空15~20分钟，经采样分析确认氨含量低于200ppm及温度达到40~45℃时方可允许原料气进入膜分离器中。
膜分离器采用串联操作方式，放空气经过预处理进入膜分离器，高浓度氢气由膜分离器渗透侧输出，然后送合成气压缩机升压返回到合成系统，含有大量甲烷和惰性气体的剩余尾气由调节阀减压后作为燃料气烧掉或送入尾气转化利用装置。分离器中的膜组件是由高分子材料制成，它的耐压性能有一定的限制，过高的温度和压差会造成封头的破坏和丝膜失效。本装置对水洗塔压力，渗透气压力，氨水液位，放空气排量及加热温度等均实行自控操作，同时对超液位，超压差等实行自动报警与联锁停车，停车后分离器可自动进入自我保护状态。
参见管道仪表流程图（图号：12025-04500-PR25-01）。
b）蒸氨
蒸氨塔操作压力设定为1.6Mpa（表压），塔顶的冷凝温度～50℃，采用循环水冷却。考虑到液氨在1.6Mpa（绝压）时饱和温度为～40℃，故将冷凝器出口定为38℃。
贮槽中的氨水由泵打入热交换器预热升温到100℃左右进入蒸氨塔，通过气液两相逐板接触进行质量和热量的交换，气相不断上升至塔顶，而液相则流到塔底；升至塔顶的气氨进入冷凝器，气氨被冷却水冷凝为液氨，其中一部分作为回流液返回蒸氨塔，另一部分作为产品采出，进入氨罐；塔底残液从塔底引出通过热交换器预热进塔氨水后减压进入残液槽或进入造气炉夹套用于产生蒸汽用于造气。
蒸氨塔的热量通过再沸器由蒸汽提供，蒸汽为氨合成废锅副产的蒸汽压力为3.82Mpa（G）、249℃
蒸氨塔塔底的排液回到高压膜提氢洗氨塔循环使用，蒸汽冷凝液则送到界区作为造气炉夹套水的补水。
参见管道仪表流程图（图号：12025-04500-PR25-02）
（6）无动力氨回收
为回收氨闪蒸罐、贮罐驰放气中的氨设置无动力氨回收工序。
氨闪蒸罐及贮罐弛放气气～1400Nm3/h经过换热器组逐级冷却，温度逐渐降低。由各个气液分离器分离出的液氨经减压节流，返回换热器组，回收冷量后出换热器组，成为气氨产品送往冰机进口总管。气氨产品约836Nm3/h(约合635kg/h)，压力0.15MPa（直接进入氨压缩机一级进口）。
由最后一级气液分离器出来的分氨尾气进入换热器组，经过复热后进入膨胀机膨胀，为系统提供冷量，复热出冷箱后送往三废混燃炉作为燃料。
无动力氨回收正常开车时需要一部分动力源来自氢回收的尾气，当无动力氨回收系统操作正常时，其动力源主要来源其自身回收氨后的尾气，尾气经过膨胀做功作为氨回收动力，利用后的尾气压力在～0.15MPa送到三废混燃炉。
参见管道仪表流程图（图号：12025-04600-PR25-01）。
（7）尾气转化装置
氨合成高压膜提氢的尾气中含有大量的甲烷，通过尾气转化工序，将甲烷转化成氢气返回合成装置。
进入本装置区原料气，压力为～3.4MPa，温度为40℃，先经原料气第一预热器（E101）预热至135℃，再经原料气第二预热器（E102）预热至300℃，之后原料气按水碳比要求，配入由废锅自产3.82MPa和外界补入的蒸汽，再进入气—气换热器（E103）及加热炉（B101）预热至500℃后，进入换热式转化炉（H101）的转化管内，在镍催化剂作用下，并借助于二段转化炉高温工艺气体所提供的热量，进行气态烃物质蒸汽转化反应，使出口甲烷降至14.4%（体积比，干基），出口温度691℃，进入二段转化炉（B102）顶。
由空压机来的空气压力为3.42MPa，经加热炉（B101）空气预热盘管预热至500℃，然后进入二段转化炉（B102）顶部。一段转化气与空气在二段转化炉（B102）顶部混合，
发生H
2与O
2
的燃烧反应和甲烷部分氧化反应，其反应热为甲烷深度转化反应提供必须
的热源。随着反应的进行，气流从燃烧区的极高温度降至935℃，残余CH
4
含量降至0.22%（体积比，干基），此二段转化炉B102出口高温工艺气体进入换热式转化炉（H101）的壳程，在此高温工艺气体与管内参与化学反应的物料之间进行换热，为换热式一段转化
炉（H101）内烃类物质蒸汽转化反应提供必须的热源。自身温度降至600℃，再依次进入气—气换热器（E103）、原料气第二预热器（E102）预热混合气和原料气以回收热量，温度降至381℃后，再经废热锅炉（E104）副产蒸汽，温度降至约340℃送入变换炉（D101）。
为满足出口CO浓度要求，设两段中温变换。出一段变换的气体首先经转化气/变换气废锅回收热量降温至~290℃，再进入二段变换。出变换炉（D101）的气体，CO含量为1.5%（干基），经低压废热锅炉（E105）生产0.25MPa的饱和低压蒸汽，然后进入原料气第一预热器（E101）预热进装置的原料气，再经锅炉给水预热器（E106）进一步回收工艺余热，经水冷器E108冷却后降到40℃后，再进入分离器（F102）分离出工艺冷凝液。
经冷却和分液后的变换气压力为2.72MPa，送入尾气提氢。
尾气提氢采用12-2-6-3P流程，即12个塔—2塔吸附—6次均压—3次吹扫再生工艺。流程如下：变脱气压力 2.9MPa(G)、温度≤40℃，通过汽水分离器（V0101）脱除游离水后，进入PSA系统，自吸附塔（T0101）底部进入2台处于吸附状态的塔内，在不同种类吸附床层的依次选择吸附下，在此，原料气中的二氧化碳、甲烷、一氧化碳、氮气、氩气优先吸附下来；未被吸附的氢气和少量的氩气、氮气等杂质气体从塔顶流出，作为产品气进入下工段，控制塔顶出口气中氢气含量在93.5%。当被吸附物质的传质区前沿(称为吸附前沿)到达床层出口预留段某一位置时，关掉该段吸附塔底原料气进料阀和塔顶尾气出口阀，停止吸附。吸附床开始转入再生过程。通过6次均压降，一方面将吸附剂吸附的杂质气体解吸出来，顺着吸附方向去置换和顶替吸附剂吸附的氢气，增加床层死空间中的杂质气体浓度，另一方面顺着吸附方向将塔内较高压力富含氢气放入其它已完成再生的较低压力的吸附塔，该过程不仅是降压解吸杂质气体的过程，更是充分回收床层死空间氢气的过程，本装置采用6次连续的均压降压过程，因而可保证氢气的充分回收。这时，顺着吸附方向将吸附塔内组分不同的混合气体分三次放入缓冲罐中，作为吹扫再生气源。在顺放过程结束后，吸附前沿已达到床层出口。这时，逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压，此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，使吸附剂达到自然降压再生的目的。逆放结束后，为使吸附剂得到进一步的再生，缓冲罐中的气体依次逆着吸附方向对吸附床层进行冲洗，进一步降低杂质组分的分压，使被吸附的杂质解吸，吸附剂得以再次再生。整个操作过程在入塔原料气温度下进行，本装置每台吸附塔依次经历吸附、6次均压降、顺放、逆放、吹扫、6次均压升、最终升压等步
序。设备配置为：1台汽水分离器、12台吸附塔；3台顺放气缓冲罐。
参见管道仪表流程图（图号：112025-04800-PR25-01~07）。
4.5 主要设备选型
4.5.1 空分装置
本项目造气装置的氧需用量为5800Nm3/h，选择一套制氧能力为7000Nm3/h，氧气纯度为99.6%的制氧系统；本装置同时生产氮气，氮气的纯度为99.99%；液氧150Nm3/h，液氧的纯度为99.6%；液氮150Nm3/h，液氮的纯度为99.99%。
（1）空气压缩机
型式：离心式，电机驱动
流量：38000Nm3/h(干燥)
进口压力：80.16KPa(A)
进口温度：32℃
排气压力：0.63MPa(A)
排气温度：＜100℃
电机功率：4300kw，6KV
数量：1台
（2）空冷塔
规格：φ2000×22900
填料型式：聚丙烯
数量：1台
（3）冷箱
占地面积：7000×6500×45100
进冷箱空气量：37500Nm3/h
：7000Nm3/h, 0.08MPa
氧气：出冷箱99.6%O
2
：7000Nm3/h, 0.11MPa
氮气：出冷箱99%N
2
液氧：出冷箱99.6%：150Nm3/h
液氮：出冷箱99.9%：150Nm3/h ≤100ppm O
2
数量：1台
（4）液氧贮槽
化工工艺学题库
化工工艺学题库公司内部档案编码：[OPPTR-OPPT28-OPPTL98-OPPNN08]
《化工工艺学》题库 1.什么叫烃类的热裂解 裂解（splitting）是将烃类原料（气或油品）在隔绝空气和高温作用下，使烃类分子发生断链或脱氢反应，生成分子量较小的烯烃和烷烃及炔烃 热裂解不加催化剂及添加剂裂解的分类 2. 目前世界上主要乙烯生产国的产量是多少 3. 什么叫烃类热裂解过程的一次反应和二次反应 一次反应：即由原料烃类经热裂解生成乙烯、丙烯的主反应。 二次反应：即一次反应生成的乙烯、丙烯进一步反应生成多种产物，甚至最后生成焦和碳 一次反应和二次反应的共同点：是随着反应的进行，气体产物的氢含量增加，液体产物的氢含量降低。 各族烃进行一次反应的容易程度顺序: P (链烷)＞N（环烷）＞A（芳环） 各族烃进行二次反应的容易程度顺序： P(链烷)＜N(环烷)＜A(芳环） 4. 什么叫键能 5. 简述一次裂解反应的规律性。 可见规律： ⑴热效应很大的吸热反应，断链易于脱氢； ⑵ 断两端易于断中间； ⑶ M↑ ，断中间↑，断两端↓ ； ⑷ 生成大烯烃易于生成小烯烃； ⑸裂解产物中甲烷含量总是高于氢。 6. 烃类热裂解的一次反应主要有哪几个烃类热裂解的二次反应主要有哪几个 7. 什么叫焦，什么叫碳结焦与生碳的区别有哪些
裂解过程中，生成的乙烯在900~1000℃或更高的温度下，主要经过乙炔阶段而生碳，即烯烃经过炔烃中间阶段而生碳。 裂解反应所生成的乙烯，在500℃以上的温度下，经过生成芳烃的中间阶段而结焦。焦中，碳含量高于95%，且含有一定量的H2。 8. 试述烃类热裂解的反应机理。 9. 什么叫一级反应写出一级反应动力学方程式和以转化率表示的动力学方程式。 10.烃类裂解有什么特点 11.11. 裂解供热方式有哪两种 12.12. 什么叫族组成，PONA的含义是什么什么叫芳烃指数什么叫特性因素 P—烷烃；O—烯烃；N—环烷烃；A—芳香烃 特性因素特性因素是用作反映石脑油、轻柴油等油品的化学组成特性的一种因素，用K表示。原料烃的K值愈大,乙烯的收率愈高。烷烃的K 值大，芳烃的K值小。 13. 裂解炉温度对烃的转化率有何影响，为什么说提高裂解温度更有利于一次反应和二次反应的竞争 裂解反应是强烈的吸热反应，温度越高，越有利于反应的进行。 14. 什么叫停留时间，停留时间与裂解产物分布有何影响 15. 应用化学平衡常数表达式推导低烃分压有利于裂解反应进行的结论。 16. 为什么要采用加入稀释剂的方法来实现减压的目的在裂解反应中，工业上采用水蒸汽作为稀释剂的优点是什么 17. 什么叫KSF,为什么要用正戊烷作为衡量石脑油裂解深度的当量组分。
《化学工艺学》考查课期末试题 班级：08化工（1）班学号：08003028姓名：李强 1.现代化学工业的特点是什么？ 答：1、原料、生产方法和产品的多样性与复杂性；2、向大型化、综合化、精细化发展；3、多学科合作、技术密集型生产；4、重视能量合理利用、积极采用节能工艺和方法；5、资金密集，投资回收速度快，利润高；6、安全与环境保护问题日益突出。 2.什么是转化率？什么是选择性？对于多反应体系，为什么要同时考 虑转化率和选择性两个指标？ 答：1、转化率：指某一反应物参加反应而转化的数量占该反应物起始量的分率 或百分率，用符号X表示。定义式为X=某一反应物的转化量/该反应物的起始量对于循环式流程转化率有单程转化率和全程转化率之分。 单程转化率：系指原料每次通过反应器的转化率 XA=组分A在反应器中的转化量/反应器进口物料中组分A的量 =组分A在反应器中的转化量/新鲜原料中组分A的量+循环物料中组分A的量全程转化率：系指新鲜原料进入反应系统到离开该系统所达到的转化率 XA,tot=组分A在反应器中的转化量/新鲜原料中组分A的量 2、选择性：用来评价反应过程的效率。选择性系指体系中转化成目的产物的某 反应量与参加所有反应而转化的该反应物总量之比。用符号S表示， 定义式S=转化为目的产物的某反应物的量/该反应物的转化总量 或S=实际所得的目的产物量/按某反应物的转化总量计算应得到的目的产物理论量 3、因为对于复杂反应体系，同时存在着生成目的产物的主反应和生成副产物的 许多副反应，只用转化率来衡量是不够的。因为，尽管有的反应体系原料转化率很高，但大多数转变成副产物，目的产物很少，意味着许多原料浪费了。所以，需要用选择性这个指标来评价反应过程的效率。 3.催化剂有哪些基本特征？它在化工生产中起到什么作用？在生产 中如何正确使用催化剂？ 答：1、基本特征包括：催化剂是参与了反应的，但反应终止时，催化剂本身未 发生化学性质和数量的变化，因此催化剂在生成过程中可以在较长时间内使用；催化剂只能缩短达到化学平衡的时间（即加速反应），但不能改变平衡；催化剂具有明显的选择性，特定的催化剂只能催化特定的反应。 2、作用：提高反应速率和选择性；改进操作条件；催化剂有助于开发新的反应
第四章设备的工艺设计及化工设备图 第一节化工设备选用及工艺设计的一般原则 化工设备从总体上分为两类：一类称标准设备或定型设备，是成批成系列生产的设备，可以现成买到；一类称非标准设备或非定型设备，是化工过程中需要专门设计的特殊设备。 标准设备有产品目录或样本手册，有各种规格牌号，有不同生产厂家。工艺设计的任务是根据工艺要求，计算并选择某种型号，以便订货。 非标准设备也是化工生产中大量存在的设备，它甚至是化工生产的一种特色。非标准设备工艺设计就是根据工艺要求，通过工艺计算，提出型式、材料、尺寸和其他一些要求。再由化工设备专业进行机械设计，由有关工厂制造。在设计非标准设备时，应尽量采用已经标准化的图纸。 选型和工艺设计的原则如下。 (1)合理性。即设备必须满足工艺一般要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。 (2)先进性。要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可能达到先进水平。 (3)安全性。要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。对工艺和建筑、地基、厂房等无苛刻要求；工人在操作时，劳动强度小，尽量避免高温高压高空作业，尽量不用有毒有害的设备附件附料。 (4）经济性。设备投资省，易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费用减少。引进先进设备，亦应反复对比报价，考察设备性能，考虑是否易于被国内消化吸收和改进利用，避免盲目性。 总之，要综合考虑合理性、先进性、安全性、经济性的原则，审慎地研究，认真地设计。 返回 第二节化工设备的选用
为正确、方便地进行化工设备的工艺设计，现将一些常用的化工设备的选用及设计方法介绍如下。 一、泵的选用与设计程序 (1)确定泵型。根据工艺条件及泵的特性，首先决定泵的型式再确定泵的尺寸。从被输送物料的基本性质出发，如物料的温度、粘度、挥发性、毒性、化学腐蚀性、溶解性和物料是否均一等因素来确定泵的基本型式。在选择泵的型式时，应以满足工艺要求为主要目标。 (2)确定选泵的流量和扬程 ①流量的确定和计算。选泵时以最大流量为基础。 ②扬程的确定和计算。先计算出所需要的扬程，即用来克服两端容器的位能差，两端容器上静压力差，两端全系统的管道、管件和装置的阻力损失，以及两端（进口和出口）的速度差引起的动能差。 (3)确定泵的安装高度。 (4)确定泵的台数和备用率。 (5)校核泵的轴功率。 泵的样本上给定的功率和效率都是用水试验出来的，输送介质不是清水时，应考虑密度、粘度等对泵的流量、扬程性能的影响。 (6)确定冷却水或驱动蒸汽的耗用量。 (7)选用电动机。 (8)填写选泵规格表。 二、换热设备的设计和选用 1．换热器设计的一般原则 (1)基本要求。换热器设计要满足工艺操作条件，能长期运转，安全可靠，不泄漏，维修清洗方便，满足工艺要求的传热面积，尽量有较高的传热效率，流体阻力尽量小，还要满足工艺布置的安装尺寸等要求。 (2)介质流程。何种介质走管程，何种介质走壳程，可按下列情况确定：腐蚀性介质走管程，可以降低对外壳材质的要求；毒性介质走管程，泄漏的几率小；易结垢的介质走管程，便于清洗和清扫；压力较高的介质走管程，这样可以减小对壳体的机械强度要求；温度高的介质走管程，可以改变材质，满足介质要求；粘度较大，流量小的介质走壳程，可提高传热系数。从压降考虑，雷诺数小的走壳程。
《化工工艺学》复习题（部分） （说明：红色部分作为重点看，黄色部分内容以达到了解程度为主） （填空20分，选择30分判断题10分，简答20分，流程说明20分） 复习以上课画的重点为主 1．基本有机化工产品是指什么？ 2．衡量裂解结果的几个指标：转化率、产气率、选择性、收率和质量收率。 4.乙烯液相加氯生产二氯乙烷的反应机理是什么？乙烯氧氯化生产氯乙烯的反应机理是什么？甲烷热氯化反应机理是什么？ 5.目前氯乙烯生产的主要方法有哪几种。平衡型氯乙烯生产工艺流程的主要特点是指什么？ 6.不同族烃类，如链烷烃、环烷烃、芳烃，其氢含量高低顺序？ 7．基本有机化学工业原料包括哪些？ 8．基本有机化学工业的主要产品? 9. 什么叫烃类热裂解过程的一次反应和二次反应？ 10. 简述一次裂解反应的规律性。 11. 烃类热裂解的一次反应主要有哪几个？烃类热裂解的二次反应主要有哪几个？ 12. 什么叫焦，什么叫碳？结焦与生碳的区别有哪些？ 13. 试述烃类热裂解的反应机理。 14. 什么叫一级反应？写出一级反应动力学方程式和以转化率表示的动力学方程式。 15. 烃类裂解有什么特点？ 16. 裂解供热方式有哪两种？ 17. 什么叫族组成，PONA的含义是什么？什么叫芳烃指数？什么叫特性因素？ 18. 裂解炉温度对烃的转化率有何影响，为什么说提高裂解温度更有利于一次反应和二次反应的竞争？ 19. 什么叫停留时间，停留时间与裂解产物分布有何影响？ 20. 为什么要采用加入稀释剂的方法来实现减压的目的？在裂解反应中，工业上采用水蒸汽作为稀释剂的优点是什么？
21. 烃类热裂解过程中为实现减压而采用加入稀释剂的方法，稀释剂可以是惰性气体或水蒸气。工业上都是用水蒸气作为稀释剂，其优点是什么？ 22. 什么叫KSF，为什么要用正戊烷作为衡量石脑油裂解深度的当量组分。 23. 为了提高烯烃收率裂解反应条件应如何控制？ 24. 为什么要对裂解气急冷，急冷有哪两种？ 25. 管式裂解炉结焦的现象有哪些，如何清焦？ 26. 裂解气净化分离的任务是什么？裂解气的分离方法有哪几种？ 27. 什么是深冷？什么是深冷分离？深冷分离流程包括那几部分？ 28. 裂解气中的酸性气体主要有哪些组分？若这些气体过多时，对分离过程带来什么样的危害？工业上采用什么方法来脱除酸性气体？ 29. 裂解气中含有哪些杂质？为什么在分离前必须除去？方法有哪些? 30. 什么叫分子筛？分子筛吸附有哪些特点，有哪些规律？ 31. 在烃类裂解流程中，什么叫前加氢流程？什么叫后加氢流程？各有什么优缺点？32．根据顺序深冷分离流程图，用文字描述有物料经过时，在各装置发生的变化，如脱去何物质，塔顶分离出何物质，塔釜分离出何物质等，将每一条流向都尽量详细说明。33．说明三种深冷分离流程(顺序分离、前脱乙烷、前脱丙烷流程)有什么特点. 34．脱丙塔塔底温度为何不能超过100℃？ 35. 什么叫“前冷”流程，什么叫“后冷”流程？前冷流程有什么优缺点？ 36. 脱甲烷塔在深冷分离中的地位和作用是什么？脱甲烷塔的特点是什么？ 37. 脱甲烷过程有哪两种方法，各有什么优缺点？乙烯塔在深冷分离中的地位是什么？乙烯塔应当怎样改进？ 38．简述影响乙烯回收的诸因素。 39. 能量回收在整个裂解工艺流程中，主要有哪三个途径? 40. 脱甲烷塔和乙烯塔采用中间冷凝器和中间再沸器各有什么优缺点? 41. 举例说明复迭制冷的原理。 42. 多级循环制冷的原理是什么？应当采取哪些措施，才能使多级循环制冷的能量得到合理利用？ 43．苯酚和丙酮均为重要的基本有机原料，由苯和丙烯烷基化通过均相自氧化生成过氧化异丙苯，再在酸的催化作用下分解为苯酚和丙酮。请画出异丙苯法生产苯酚和丙酮的原则流程图(图中标出物料流向，原料名称等)和指明各过程所起的作用？ 44. 什么叫热泵？ 45.精馏塔的热泵制冷方式有哪几种？ 46.除了烃类裂解制乙烯的方法外，还有哪些方法有可能生产乙烯?
化学工艺学：是研究由化工原料加工成化工产品的化学生产过程的一门科学，内容包括生产方法的评估，过程原理的阐述，工艺流程的组织和设备的选用和设计。 焙烧：是将矿石，精矿在空气，氯气，氢气，甲烷，一氧化碳和二氧化碳等气流中，不加或配加一定的物料，加热至低于炉料的熔点，发生氧化，还原或其他化学变化的单元过程煅烧：是在低于熔点的适当温度下加热物料使其分解，并除去所含结晶水二氧化碳或三氧化硫等挥发性物质的过程 平衡转化率：可逆化学反应达到化学平衡状态时，转化为目的产物的某种原料量占该种原料起始量的百分数 浸取：应用溶剂将固体原料中可溶组分提取出来的单元过程 烷基化：指利用取代反应或加成反应，在有机化合物分子中的N、O、S、C等原子上引入烷基（R--）或芳香基的反应。 羰基合成：指由烯烃，CO和H2在催化作用下合成比原料烯烃多一个碳原子醛的反应。 煤干馏：煤在隔绝空气条件下受强热而发生的复杂系列物化反应过程。 水煤气：以水蒸气为气化剂制得的煤气（CO+H2） 精细化学品：对基本化学工业生产的初级或次级化学品进行深加工而制取的具有特定功能，特定用途，小批量生产的高附加值系列产品。 高分子化合物：指相对分子质量高达104~106的化合物 原子经济性：指化学品合成过程中，合成方法和工艺应被设计成能把反应过程中所用到的所有原料尽可能多的转化到产物中。=目的产物分子量/所有产物分子量 环境因子：=废物质量/目标产物质量 1.化学工业的主要原料：化学矿，煤，石油，天然气 2.化工生产过程一般可概括为原料预处理，化学反应，产品分离及精制。 3.三烯：乙烯，丙烯，丁二烯。三苯：苯，甲苯，二甲苯。 4.石油一次加工方法为：预处理，常减压蒸馏。二次加工方法：催化裂化，加氢裂化，催化重整，焦化等。石油中的化合物可分为：烷烃，环烷烃，芳香烃。 5.天然气制合成气的方法：蒸汽转化法，部分氧化法。主要反应为：CH4+H2O-----?CO+3H2 和CH4+0.5O2-----?CO+2H2 CH4+CO2----?2CO+2H2 6.硫酸生产的原料有：硫磺，硫铁矿，有色金属冶炼炉气，石膏。 7.工业废气脱硫，高硫含量用湿法脱硫，低硫含量用干法脱硫。 8.硝酸生产的原料：氨，空气，水。 9.浓硝酸生产方法：直接法，间接法，超共沸酸精馏法。 10.氨的主要用途：生产化肥，生产硝酸。平衡氨浓度与温度，压力，氢氮比，惰性气体浓 度有关。温度降低或压力升高时，都能使平衡氨浓度增大。 11.合成氨反应方程式：N2+3H2?-----?2NH3 300--600℃ 8--45MPa，催化剂。 12.甲烷化反应：CO+3H2＝＝CH4+H2O 13.变换反应：CO+H2O===CO2+H2 14.氯在氯碱厂主要用于生产：液氨，盐酸。氯碱厂主要产品有：烧碱，盐酸，液氨。 15.食盐水电解阳极产物是：Cl2，阴极产物是：NaCl，H2 16.氯碱工业三种电解槽：隔膜，离子交换膜，汞阴极法。 17.汽提法生产尿素工艺中，常用气提气有：CO2和NH3 18.铬铁矿焙烧方法：有钙焙烧，无钙焙烧。有钙焙烧的主要废物是：铬渣。含有致癌物：六价铬。常见铬盐产品：重铬酸钾，重铬酸钠，铬酐，铬绿（Cr2O3）。 19.索尔维制碱法主要原料：NH3，CaCO3，NaCl。主要产品：Na2CO3，CaCl2 侯氏制碱法：NH3，CO2，NaCl 。主要产品：Na2Co3，NH4Cl
《化工工艺模拟与计算》气体分馏装置工艺模拟与优化研究 化工1271班第1组 指导老师：钟立梅 完成日期2015. 7 . 1
目录 第一章崔涛 1201710124对先脱乙烷流程工艺的研究 (4)
摘要 通过计算和Aspen模拟，对气体分馏装置工艺进行模拟和优化。通过简捷计算、严格计算等方法确定回流比、塔板数等，通过分馏序列调整进行流程比较，确定最优操作条件，完成热力学和水力学分析以及设备选型等问题的研究，以最终获得达到分离要求的工艺流程。 ABSTRACT Through the calculation and Aspen simulation, simulation and optimization of gas fractionation unit process. By simple calculation, such as strict calculation method to determine the reflux ratio, plate number, etc., through the adjustment of fractional distillation sequence process, determine the optimal operating conditions, thermodynamics and hydraulics analysis and study the problems of the equipment type selection, to ultimately meet the requirements of separation process.
工艺设计及PFD设计 在化工装置设计中，除了工艺系统设计以外，还有管道、设备、机械、建构筑物、公用工程、电气、仪表、安全卫生、消防、分析化验、环境保护等领域的设计工作，还要从全局考虑总平面布置、原料和产品的输送及设计方案的技术经济性，这些都需要在化工工艺系统设计中充分考虑，所以说化工工艺系统设计是一门综合的技术。在各个设计阶段中，作为设计主体的化工工程师，必须与其他各专业密切沟通，相互配合，才能完成整个设计任务。这就要求化工工程师不仅精通、熟悉有关的标准规范和设计技能，并能在工程设计项目中恰当地应用、执行它，同时还要具备较广泛的相关专业知识。 国内工程设计阶段一般分为初步设计阶段和施工图设计阶段，国际上通行的作法是分为工艺包设计阶段、基础设计阶段和详细设计阶段。 在化工工艺系统设计中，工艺流程设计的各个阶段的设计成果都是通过各种流程图和表格表达出来，按照设计阶段的不同，先后有方框流程图（block flowsheet）、工艺流程草（简）图（simplified flowsheet）、工艺物料流程图（Process Flow Diagram即PFD）和管道仪表流程图（Piping & Instrumentation Diagram 即P&I D）〈也有用“带控制点的工艺流程图(Process and Control Diagram 即PCD”代替P&ID)〉等种类。对于医药行业来说，根据其特有的生产洁净区级别要求，还有人员-物料分流图（Material and Personnel Flow Drawing）、工艺流程及环境区域划分示意图（Plant Schematic and Process Flow Diagram）等。 下面对工艺设计、工艺包设计内容及PFD的设计作简单介绍。 一、工艺设计
《化工工艺学》题库 1.什么叫烃类的热裂解? 裂解（splitting）是将烃类原料（气或油品）在隔绝空气和高温作用下，使烃类分子发生断链或脱氢反应，生成分子量较小的烯烃和烷烃及炔烃 热裂解不加催化剂及添加剂裂解的分类 2. 目前世界上主要乙烯生产国的产量是多少？ 3. 什么叫烃类热裂解过程的一次反应和二次反应？ 一次反应：即由原料烃类经热裂解生成乙烯、丙烯的主反应。 二次反应：即一次反应生成的乙烯、丙烯进一步反应生成多种产物，甚至最后生成焦和碳一次反应和二次反应的共同点：是随着反应的进行，气体产物的氢含量增加，液体产物的氢含量降低。 各族烃进行一次反应的容易程度顺序: P (链烷)＞N（环烷）＞A（芳环） 各族烃进行二次反应的容易程度顺序： P(链烷)＜N(环烷)＜A(芳环） 4. 什么叫键能？ 5. 简述一次裂解反应的规律性。 可见规律： ⑴热效应很大的吸热反应，断链易于脱氢； ⑵断两端易于断中间； ⑶ M↑ ，断中间↑，断两端↓ ； ⑷生成大烯烃易于生成小烯烃； ⑸裂解产物中甲烷含量总是高于氢。 6. 烃类热裂解的一次反应主要有哪几个？烃类热裂解的二次反应主要有哪几个？ 7. 什么叫焦，什么叫碳？结焦与生碳的区别有哪些？ 裂解过程中，生成的乙烯在900~1000℃或更高的温度下，主要经过乙炔阶段而生碳，即烯烃经过炔烃中间阶段而生碳。 裂解反应所生成的乙烯，在500℃以上的温度下，经过生成芳烃的中间阶段而结焦。焦中，碳含量高于95%，且含有一定量的H2。 8. 试述烃类热裂解的反应机理。 9. 什么叫一级反应？写出一级反应动力学方程式和以转化率表示的动力学方程式。 10.烃类裂解有什么特点？ 11. 裂解供热方式有哪两种？ 12. 什么叫族组成，PONA的含义是什么？什么叫芳烃指数？什么叫特性因素？
化工工艺设计基础-个人总结.txt丶︶￣喜欢的歌，静静的听，喜欢的人，远远的看我笑了当初你不挺傲的吗现在您这是又玩哪出呢？本文由scutbiao贡献 doc文档可能在WAP端浏览体验不佳。建议您优先选择TXT，或下载源文件到本机查看。 《化工工艺设计》讲座化工工艺设计》 1. 概述要建设一个化工厂,必须具有一批化工工艺专业技术人员, 1.1 要建设一个化工厂,必须具有一批化工工艺专业技术人员,这批化工工艺专业技术人员必须具备下列基本条件. 业技术人员必须具备下列基本条件. 掌握化工基本理论如化工热力学,流体力学,传热,传质,化学反应动力学(化学反应工程) . 如化工热力学,流体力学,传热,传质,化学反应动力学(化学反应工程) 掌握化工工艺设计方法和技能熟悉环保,安全,消防等方面的法规熟悉环保,安全,消防等方面的法规环保一定的工作经验 1.2 化工建设项目阶段 1. 2.1 建设项目阶段的划分以工程公司为主体,通常分为三个阶段建设项目阶段的划分以工程公司为主体, 项目前期工程设计按国内审批要求分为按国内审批要求分为: 批准后建设单位即可开工. 初步设计→批准后建设单位即可开工. 施工图设计按国际常规做法分为: 按国际常规做法分为: 工艺设计基础设计详细设计施工,安装,试车,性能考核及国家验收(验收后工厂投入正常运行) 施工,安装,试车,性能考核及国家验收(验收后工厂投入正常运行) 建设项目阶段的划分以建设单位为主体, 1.2.2 建设项目阶段的划分以建设单位为主体,通常分为四个阶段项目前期工程设计工程建设工厂投入生产 2. 工艺设计的内容和深度工艺设计的文件包括三大内容文件包括三大内容: 2.1 工艺设计的文件包括三大内容: 文字说明(工艺说明) 文字说明(工艺说明) 图纸表格文字说明(工艺说明) 2.1.1 文字说明(工艺说明) 工艺设计的范围. 工艺设计的范围. 设计基础:生产规模,产品方案,原料,催化剂,化学品,公用工程燃料规格, 设计基础:生产规模,产品方案,原料,催化剂,化学品,公用工程燃料规格, 产品及副产品规格. 产品及副产品规格. 副产品规格工艺流程说明:生产方法,化学原理,工艺流程叙述. 工艺流程说明:生产方法,化学原理,工艺流程叙述. 原料,催化剂,化学品及燃料消耗定额及消耗量. 原料,催化剂,化学品及燃料消耗定额及消耗量. 公用工程(包括水, 公用工程(包括水,电,汽,脱盐水,冷冻,工艺空气,仪表空气,氮气)消耗脱盐水,冷冻,工艺空气,仪表空气,氮气) 定额及消耗量. 定额及消耗量. 三废排放:包括排放点,排放量, 三废排放:包括排放点,排放量,排放组成及建议处理方法装置定员安全备忘录(另行成册) 安全备忘录(另行成册) 技术风险备忘录(通常为对内使用,另行成册) 技术风险备忘录(通常为对内使用,另行成册) 操作指南(通常为对内使用,另行成册.供工艺系统,配管等专业使用) 操作指南(通常为对内使用,另行成册.供工艺系统,配管等专业使用) 2.1.2 图纸 PFD: 的设计依据,供基础设计使用(通常分版次逐版深化) PFD:是 PID 的设计依据,供基础设计使用(通常分版次逐版深化) . 包括全部工艺设备,主要物料管道(表示出流向,物料号) 主要控制回路, ,主要控制回路包括全部工艺设备,主要物料管道(表示出流向,物料号) 主要控制回路,联锁 , 方案,加热和冷却介质以及工艺空气进出位置. 方案,加热和冷却介质以及工艺空气进出位置. 建议设备布置图:是总图布置,装置布置的依据,供基础设计使用( 建议设备布置图:是总图布置,装置布置的依据,供基础设计使用(通常为平面布置图) 根据工艺流程的特点和要求进行布置. .根据工艺流程的特点和要求进行布置布置图) 根据工艺流程的特点和要求进行布置. . PCD:通常是设计院内部设计过程文件, PCD:通常是设计院内部设计过程文件,最终体现在终版 PFD 中(通常由自控专业完成) . 完成) 2.1.3 表格物料平衡表工艺设备数据表工艺设备表取样点汇总表装置界区条件表工艺设计方法(化工基本理论的应用) 3. 工艺设计方法(化工基本理论的应用) 3.1 工艺路线的选择 原料来源经济效益和社会效益(生产成本) 经济效益和社会效益(生产成本) 环境保护其它,如操作条件, 其它,如操作条件,安全,消防,投资,工艺先进性,可行性,合理性. 消防,
化工工艺设计与化工过程开发
天津市高等教育自学考试课程考试大纲 课程名称：化工工艺设计与化工过程开发课程代 码：0713 第一部分课程性质与目标 一、课程性质与特点 《化工工艺设计与化工过程开发》是高等教育自学考试化学工程与化工工艺专业所开设的专业课之一，它是一门与实际工作联系紧密，应用性较强的课程，是学生毕业后从事管理工程技术、项目研究开发与项目设计等工作必须掌握的一门课程。 二、课程目标与基本要求 学生经过对本课程的学习，系统了解化工工程设计的全过程中各个环节，能结合所学的其它课程知识，掌握工程管理、化工工程设计及项目开发的基本方法和技能。 课程基本要求： 1、掌握化工设计的工作程序； 2、掌握化工厂整套设计所包含的内容； 3、掌握化工工艺设计各个阶段的工作原则及方法； 4、了解化工工艺人员与其它非工艺专业协同合作的内容，并配合完成非工艺设计任务。 三、与本专业其它课程的关系 本课程是在学习了“化工原理”、“物理化学”、“反应工程学”、“化工工艺学”及“计算机应用”等课程基础上设置的。经过本课程的学习，可加深学生对上述课程的深入理解及综合利
用的能力。 第二部分课程内容和考核目标 第一章化工设计概述 一、学习目的与要求 经过本章学习使学生掌握化工设计程序、设计方法步骤及化工厂总平面和整套设计内容。 二、考核知识点与考核要求 （一）化工设计的工作程序（一般） 理解：国家规定的基本建设程序。 （二）化工厂整套设计包含的内容（次重点） 理解：化工厂整套设计包含的内容。 （三）化工工艺设计（重点） 理解：化工工艺设计人员在各个设计阶段需要做的工作。（四）整套设计中的全局问题（一般） 识记：除工艺设计内容外，并与其它非专业人员协同合作，全面考虑和解决非工艺工程设计。 第二章工程项目的可行性研究 一、学习目的与要求 本章掌握可行性研究的重要性及可行性研究内容方法。重点理解产品需求预测和拟建项目应考虑的因素。 二、考核知识点与考核要求 （一）市场调查（一般） 识记：进行市场调查的必要性；市场调查的内容。
化学工艺学习题 一、选择题（2分/题） 1.化学工业的基础原料有( ) A石油 B汽油 C乙烯 D酒精 2.化工生产中常用的“三酸二碱”是指( ) A硫酸、盐酸、硝酸和氢氧化钠、氢氧化钾 B硫酸、盐酸、磷酸和氢氧化钠、氢氧化钾 C硫酸、盐酸、硝酸和氢氧化钠、碳酸钠 D硫酸、盐酸、磷酸和氢氧化钾、碳酸钾 3.所谓“三烯、三苯、一炔、一萘”是最基本的有机化工原料，其中的三烯是指( ) A乙烯、丙烯、丁烯 B乙烯、丙烯、丁二烯 C乙烯、丙烯、戊烯 D丙烯、丁二烯、戊烯 4.天然气的主要成份是（） A乙烷 B乙烯 C丁烷 D甲烷 5.化学工业的产品有( ) A钢铁 B煤炭 C酒精 D天然气 6.反应一个国家石油化学工业发展规模和水平的物质是( ) A石油 B乙烯 C苯乙烯 D丁二烯 7.在选择化工过程是否采用连续操作时，下述几个理由不正确的是( ) A操作稳定安全 B一般年产量大于4500t的产品 C反应速率极慢的化学反应过程 D工艺成熟 8.进料与出料连续不断地流过生产装置，进、出物料量相等。此生产方式为( ) A间歇式 B连续式 C半间歇式 D不确定 9.评价化工生产效果的常用指标有（） A停留时间 B生产成本 C催化剂的活性 D生产能力 10.转化率指的是( ) A生产过程中转化掉的原料量占投入原料量的百分数 B生产过程中得到的产品量占理论上所应该得到的产品量的百分数 C生产过程中所得到的产品量占所投入原料量的百分比 D在催化剂作用下反应的收率 11.电解工艺条件中应控制盐水中Ca2+、Mg2+等杂质总量小于（ ) A 10μg/L B 20mg/L C 40μg/L D 20μg/L 12.带有循环物流的化工生产过程中的单程转化率的统计数据（）总转化率的统计数据。 A大于 B小于 C相同 D无法确定 13.（）表达了主副反应进行程度的相对大小，能确切反映原料的利用是否合理。A转化率 B选择性 C收率 D生产能力 14.三合一石墨炉是将合成、吸收和（）集为一体的炉子。 A 干燥 B 蒸发 C 冷却 D 过滤 15.转化率X、选择性S、收率Y的关系是（） A Y=XS B X=YS C S=YX D以上关系都不是 16.化工生产一般包括以下( )组成 A原料处理和化学反应 B化学反应和产品精制
化工工艺基础知识篇
目录 致新员工书 (1) 第一篇销售人员管理政策篇 (6) 第一章 2009年度市场营销策略 (6) 第二章营销组织体系 (7) 第二章责任分布/工作职责 (10) 第三章业务管理/业务流程 (15) 第四章销售政策/奖惩政策 (18) 第五章薪酬/绩效管理 (22) 第二篇化工工艺基础知识篇 (26) 第六章流体流动 (26) 第七章传热学基本知识 (35) 第八章吸收基本知识 (38) 第九章蒸馏基本知识 (40) 第十章去湿/干燥基本知识 (48) 第三篇换热器基本知识篇 (50) 第四篇公司产品知识篇 (65) 第十一章公司产品概述 (65) 第十二章 JAD换热器性能特点 (66) 第十三章销售工程师知识问答 (68) 第五篇产品工艺应用篇 (78) 第十四章换热器工艺应用概述 (78) 第十五章 JAD换热器工艺应用 (83) 第十六章工程案例分析 (88)
第二篇化工工艺基础知识篇 第六章流体流动 一、概述 1、流体：气体和液体统称为流体。 在化工生产中所处理的物料有很多是流体。根据生产要求，往往需要将这些流体按照生产程序从一个设备输送到另一个设备。化工厂中，管路纵横排列，与各种类型的设备连接，完成着流体输送的任务。除了流体输送外，化工生产中的传热、传质过程以及化学反应大都是在流体流动下进行的。流体流动状态对这些单元操作有着很大影响。 在研究流体流动时，常将流体视为由无数流体微团组成的连续介质。所谓流体微团或流体质点是指这样的小块流体：它的大小与容器或管道相比是微不足道的。 二、流体静力学：研究流体在外力作用下的平衡规律 1、密度：单位体积流体的质量，称为流体的密度，其表达式为 式中ρ――流体的密度，kg/m3； m――流体的质量，kg； V――流体的体积，m3。 液体的密度随压力的变化甚小（极高压力下除外），可忽略不计，故常称液体为不可压缩的流体，但其随温度稍有改变。气体的密度随压力和温度的变化较大。
化工工艺设计基本要素（适合初学者） 1. 概述 1.1 要建设一个化工厂，必须具有一批化工工艺专业技术人员，这批化工工艺专业技术人员必须具备下列基本条件。 ①掌握化工基本理论：如化工热力学、流体力学、传热、传质、化学反应动力学（化学反应工程）。 ②掌握化工工艺设计方法和技能 工艺设计的任务、设计围、工艺设计人员职责。 化工基本理论的应用（化工设计方法）。 工艺设计基本程序（工艺设计技能）。 工艺设计的成品文件（容及深度）。 工艺设计的质量保证程序。 ③熟悉环保、安全、消防等方面的法规，如： HG20667-1986 化工建设项目环境保护设计规定 SH3024-95 石油化工企业环境保护设计规 HG20571-95 化工企业安全卫生设计规定 SH3047-93 石油化工企业职业安全卫生设计规 GBJ16-87(2001版) 建筑设计防火规 GB50160-92(1999版) 石油化工企业设计防火规 GB50058-92 爆炸和危险性环境电力装置设计规 ④一定的工作经验 1.2 化工建设项目阶段 1.2.1 建设项目阶段的划分以工程公司为主体，通常分为三个阶段 项目前期：项目建议书→批准后即为立项 可行性研究报告→批准后即可展开工程设计 工程设计：按国审批要求分为：初步设计→批准后建设单位即可开工。 施工图设计 按国际常规做法分为：基础设计、详细设计 施工、安装、试车、性能考核及国家验收（验收后工厂投入正常运行） 1.2.2 建设项目阶段的划分以建设单位为主体，通常分为四个阶段 项目前期、工程设计、工程建设、工厂投入生产 2. 工艺设计的容和深度 2.1 工艺设计的文件包括三大容： 文字说明（工艺说明）、图纸、表格 2.1.1 文字说明（工艺说明） 1）工艺设计的围。 设计基础：生产规模、产品方案、原料，催化剂，化学品，公用工程燃料规格、产品及 副产品规格。 2）工艺流程说明：生产方法、化学原理、工艺流程叙述。原料、催化剂、化学品及燃料消耗定额及消耗量。 3）公用工程（包括水、电、汽、脱盐水、冷冻、工艺空气、仪表空气、氮气）消耗定额及消耗量。 4）三废排放：包括排放点、排放量、排放组成及建议处理方法 5）装置定员
化工工艺学试题（1） 一、填空：（每空1分共10分） 1. 目前工业上对、间二甲苯的分离方法有----------------------------、 ------------------------------和-----------------------------------三种。 2. 乙苯催化脱氢合成苯乙烯时脱氢部分常用-----------------------和-----------------------两种 类型反应器。 3、催化加氢反应所用的催化剂以催化剂的形态分有-------------------------、 -----------------------------、-----------------------------、 -------------------------------、-------------------------五种？ 1、低温结晶分离法、络合分离法和模拟移动床吸附法三种。 3、金属催化剂、骨架催化剂、金属氧化物、金属硫化物、金属络合物。 二、简答（每题5分，共90分） 1、煤的干馏和煤的气化的定义。 答：将煤隔绝空气加热，随着温度的升高，煤中有机物逐渐开始分解，其中挥发性物质呈气态逸出，残留下不挥物性产物主是焦炭或半焦，这种加工方法称煤的干馏。煤、焦或半焦在高温常压或加压条件下，与气化剂反应转化为一氧化碳、氢等可燃性气体的过程，称为煤的气化。 2、什么叫烃类热裂解？ 答：烃类热裂解法是将石油系烃类原料(天然气、炼厂气、轻油、柴油、重油等)经高温作用，使烃类分子发生碳链断裂或脱氢反应，生成分子量较小的烯烃、烷烃和其它分子量不同的轻质和重质烃类。 3、烃类热裂解的原料有哪些？ 答： 4、烃类热裂解过程有何特点？ 答：①强吸热反应，且须在高温下进行，反应温度一般在750K以上；②存在二次反应，为了避免二次反应，停留时间很短，烃的分压要低；③反应产物是一复杂的混合物，除了气态烃和液态烃外，尚有固态焦的生成。 5、烃类热裂解制乙烯的分离过程中，裂解气为什么要进行压缩？为什么要分段压缩？ 答：裂解气中许多组分在常压下都是气体，沸点很底，为了使分离温度不太底，可以适当提高分 离压力。多段压缩有如下好处：节省压缩功；段与段中间可以进行降温，避免温度太高引起二烯 烃的聚合；段与段中间也可便于进行净化和分离。 6、烃类裂解制乙烯的过程中，为什么要对裂解气进行脱酸性气体？怎样进行脱除？ 答：酸性气体主要是指二氧化碳和硫化氢，另外还含有少量有机硫化物，这些酸性气体过多会对分离过程带来危害：例如硫化氢会腐蚀管道和设备，使加氢脱炔催化剂中毒，使干燥用的分子筛寿命缩短，二氧化碳会结成干冰，会堵塞管道，他们对产物的进一步利用也有危害，所以必须脱除。用碱洗法脱除；酸性气体量多时可以先用乙醇胺脱除，再用碱洗法彻底除去。 7、脱甲烷塔高压法和低压法有何优缺点？
第一章化工厂设计的内容与程序 1、化工设计的种类有哪些？ 答：根据项目性质化工设计可分为：新建项目设计、重复建设项目设计、已有装置的改造设计。 根据化工过程开发程序化工设计可分为：概念设计、中试设计、基础设计和工程设计；其中工程设计又包括：初步设计、扩大初步设计和施工图设计。 2、请画出化工厂设计的工作程序示意图。 3、化工厂通常由哪些部门和设施所构成？ 答：化工厂通常由化工生产车间、辅助生产装置、公用工程及罐区、服务性工程、生活福利设施、三废处理设施和厂外工程等构成。 4、化工车间工艺设计的程序及主要内容有哪些？ 答：一、设计准备工作 （1）熟悉设计任务书（2）制定设计工作计划（3）查阅文献资料（4）收集第一手资料。 二、方案设计 方案设计的任务是确定生产方法和生产流程，是整个工艺设计的基础。 三、化工计算 化工计算包括工艺设计中的物料衡算、能量衡算、设备选型与计算三个内容，其任务是在这三项计算的基础上绘制物料流程图、主要设备图和带控制点工艺流程图。 四、车间布置设计 主要任务是确定整个工艺流程中的全部设备在平面上和空间中的正确的具体位置，相应地确定厂房或框架的结构型式。 五、配管工程设计 任务是确定生产流程中全部管线、阀门及各种管架的位置、规格尺寸和材料，综合权衡建设投资和操作费用。 六、提供设计条件 工艺专业设计人员向非工艺专业设计人员提供设计条件。 七、编制概算书及编制设计文件 概算主要提供了车间建筑、设备及安装工程费用。 第二章工艺流程设计
1、化工工艺设计包括哪些内容？ 答：生产方法选择，工艺流程设计，工艺计算，设备的设计与选型，设备布置，管道设计对 非工艺设计提条件，设计说明书，概预算书。 2、在选择生产方法和工艺流程时，应该着重考虑的原则有哪些？其步骤有哪些？ 答：先进性、可靠性、合理性； 资料搜集与项目调研、生产设备类型与制造厂商调研、对调研结果进行全面分析对比。 3、工艺流程设计的步骤有哪些？ 答：确定整个流程的组成，确定每个过程或工序的组成，确定工艺操作条件，确定控制方案， 原料与能量的合理利用，制定“三废”处理方案，制定安全生产措施。 4、工艺流程图的种类有哪些？ 答：工艺流程草图，工艺物料流程图，带控制点的工艺流程图，管道仪表流程图。 5、某管道标注为“HW0201-150 -L1B ”，表示什么意思？ 答：①HW0201-表示管道号，其中： HW -物料代号，热水；02-工程工序编号，第02号；01-管道顺序号，第01号。 ②150 –管道尺寸（管径），公称通径150mm,。 ③L1B -管道等级，其中： L -国内标准压力等级代号，1.0MPa ； 1-顺序号，第1号； B -管道材质类别，碳钢。 6、固定床反应器温度控制形式有哪些？画出示意图。 (a)用进料浓度控制 (b)用进料温度控制Ⅰ (c) 用进料温度控制Ⅱ (d)用冷料量控制 第三章物料衡算与热量衡算 第四章 设备的工艺设计及化工设备图 1、化工设备选用一般原则的内容是什么？ 答：（1）合理性：即设备必须满足工艺要求，设备与工艺流程、生产规模、工艺操作条件、 工艺控制水平相适应，又能充分发挥设备的能力。 （2）先进性：要求设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、转化率、收率、效率要尽可 能达到先进水平。 （3）安全性：要求安全可靠、操作稳定、弹性好、无事故隐患。 （4）经济性：设备投资节省，设备易于加工、维修、更新，没有特殊的维护要求，运行费 用减少。 （5）系统性：化工过程是一个完整的系统，设备设计时不能仅关注单一设备，避免因个别 设备妨碍整个系统优化；注重经济性的同时，还应通盘考虑，保留适当裕量，以免在日后扩 产和工艺调整时成为系统“瓶颈”。 2、一份完整的化工设备图，除绘有设备本身的各种视图外，应具有哪些基本内容？
化工与药学院化工工艺学课程设计Array 设计题目：牛磺酸加成反应器的设计 专业：化学工程与工艺 学号： 学生姓名： 指导教师：郭孝天 2011年12 月26日
第一章设计任务综述 1.1 设计题目： 牛磺酸加成反应器的设计 1.2、设计任务及操作条件 1、设计任务： 环氧乙烷处理能力（进料量）： 6000 吨／年 生产时间： 8000 小时／年 2、操作条件 控制反应温度70～75℃ 反应压力≤0.1MPa 反应器出口pH值≥11.0 反应停留时间0.5小时 填料系数为0.85 基准温度为25℃ 物料流量取单位时间（1h）的流量 3、物料的物性参数 物料分子量 m ol g 密度 3 3 10m Kg 熔点 C? 燃烧热 mol KJ 纯度（工业一级） % 环氧乙烷44.05 1.48 -112.2 1262.8 ≥98.0 亚硫酸氢钠104.06 0.87 150.0 ≈0 5. 99 ≥ 羟乙基磺酸钠148.11 ——191 ——≥98.0 1.3、设计内容： 1、物料衡算，确定反应器的体积类型，样式及其各种参数。 2、热量衡算，确定反应器是否需要传热以及传热的方式等。 3、反应器的辅助设计 4、画出反应器的设计图
第二章 综述 牛磺酸(taurine)，因最初来自牛的胆汁，故又得名牛胆酸、牛胆素，化学名称：2～氨基乙磺酸，呈白色结晶或粉末状，无毒、无臭，微酸味，溶于水，不溶于乙醇、乙醚或丙酮；熔点：328～329C (分解)；分子式：372NS O H C ；结构式：3222SO CH CH N H ---,分子量：125.14,CAS:[107-35-_7]。 牛磺酸是一种结构简单的含硫氨基酸，它以游离形式大量存在于人和动物的几乎所有脏器中，其中以脑、心脏及肌肉中含量最高，是人和动物的重要营养物质，具有特殊的药理作用和生理功能，可消炎、镇痛、解热、抗惊厥、降血压、降血糖、维持正常机能、调节神经传导、调节脂类消化与吸收，并能参与内分泌活动，增强脏收缩能力，提高人体免疫力等。牛磺酸可以体内合成，但婴幼儿时期因牛磺酸合成所需CSAD 活性较低，合成量不能满足需要，必须通过食物或药物来加以补充，为此美国、日本等发达国家早已规定在全部婴幼JD-％制品中添加牛磺酸，一些保健饮品中也要适量添加牛磺酸。鉴于牛磺酸在医药和保健中的重要作用，单靠从生物体内提取牛磺酸已远远不能满足需求，所以上世纪50．年代国外便开始了人工合成牛磺酸的研究。70年代中期，国外相继推出多种化学合成牛磺酸的方法。合成法较之天然提取牛磺酸具有产量大，成本低等优点，为牛磺酸的广泛应用奠定了物质基础。目前，美、日等发达国家牛磺酸的销量很大，已超过上万吨／年，其中90％ 以上用作食品添加剂，饮料行业中的消费量也呈上升趋势，逐渐成为大众化产品。而我国上世纪80年代初才开始研制并小批量生产，虽然1990年牛磺酸获准用于食品添加剂，但国内销量一直不大，主要用于出口。随着牛磺酸应用范围的不断扩大及国内外需求量的增加，近年来国内对牛磺酸合成工艺路线研究较为活跃，在借鉴国外技术的基础上，经不断探索、改进，小试收率指标已接近世界先进水平，但工业化生产水平却始终徘徊在52—62％之间，有的企业生产水平甚至更低，导致成本高，效益低，严重制约了牛磺酸的生产和发展。为此，相关企业和科研人员有必要对以往的合成工艺路线进行归纳，比较和分析，达到相互借鉴，进一步改进和完善牛磺酸合成工艺的目的。 国内外尝试过的合成方法达l0种之多，根据所用原料的不同可归纳为五条合成工艺路线，具体如下：(1)乙醇胺法：用乙醇胺为原料，通过与酸反应或脱水环合，再与亚硫酸盐经磺化反应制得牛磺酸。(细分为：酯化法、卤化法、乙撑亚胺法)(2)二氯乙烷法：用二氯乙烷为原料，与无水亚硫酸钠磺化，制得2一氯乙磺酸钠，在加热加压条件下与氨反应得2—氨基乙磺酸钠，再经盐酸酸化得牛磺酸(3)环氧乙烷法：用环氧乙烷为原料，先与亚硫酸氢钠开环加成反应制得2一羟基乙磺酸钠，然后在加压加热条件下与氨反应，制得2一氨基乙磺酸钠，再用盐酸酸化得牛磺酸(4)乙烯基烷基酰胺法：用乙烯基烷基酰胺为原料，与亚硫酸氢钠进行磺化反应后,再经水解得牛磺酸。(5)二烷基噻唑法：将2，2一二甲基噻唑烷用过氧化氢氧化制得牛磺酸。 环氧乙烷法具体的生产过程如下：(1)亚硫酸氢钠的制备 32NaHSO NaOH SO =+ (2)羟乙基磺酸钠的制备 Na SO CH HOCH NaHSO O CH CH 322322=+ (3)牛磺酸钠的制备 O H Na SO CH CH NH NH Na SO CH HOCH 232223322+=+