天然气制乙炔工艺技术方案.docx

- 好好学习，每天向上第一章 装置设计根底装置名称自然气制 3000 吨/年乙炔，乙炔尾气制 2 万吨/年 DMF、万吨/年 r丁内酯联合装置生产力量乙炔3000 吨/年DMF二甲基甲酰胺2 万吨/年r丁内酯万吨/年年操作小时7200 小时原料及化学品规格1、制乙炔所需原料1自然气组成CH4C H2 6C H3 8N2CO2H2S总温度压力含量mol15mg/m3常温2氧气组成含量mol-102OPPm2二羰基铁 PPm硫化物按 S 计PPm20气量Nm3/h1000O2N +Ar2机械杂质30mg/Nm3温度35压力组成含量wtC H NO5 93N甲基吡咯烷酮H O2状态液态2、制 DMF 所需原料1一氧化碳规格项目指 标CO 含量(Vol)%氢+惰性气体(Vol)%COPPm240H OPPm402二甲胺规格一甲胺二甲胺三甲胺氨水3、生产 r丁内酯所需原料规格项目指 标一、顺酐含量水不溶物灼铙残渣熔点范围氯化物不含顺丁烯二酸的反丁烯二酸试验二、氢气% 5253% 合格%产品规格组成含量mol设计值C H2 2M-C H3 4P-C H3 4C H4 4C H + 6 6C H2 4CO2N +O22在操作条件下被水蒸汽饱和温度压力产量20.吨/小时1、乙炔组成含量molC H2 2C H2 42、合成气副产品CH4COCO2H2N2ArO2在操作条件下被水蒸汽饱和温度25压力产量4133Nm3/h指标项目一等品合格品外观无色透亮液体，无可见杂质二甲基甲酰胺含量%甲醇mg/kg501003、DMF 产品规格色度Hazen 单位 Pt-Co510折光率水分%甲酸mg/kg3050二甲胺mg/kg1530PH 值 20%水溶液铁 含 量 以 Fe 计 mg/kg4、r丁内酯产品规格工程指标纯度99%色度10水分%密度折光率 nD20装置消耗定额1、乙炔消耗指标制乙炔原材料、公用工程消耗定额一览表序名称单每吨产消耗量备注号位品消耗小时每年一原材料1自然气Nm32氧气Nm3330013753N-甲基吡咯烷酮kg64二碳酸钠公用工程kg1循环冷却水33m32软水m3103冷冻水12m34电kWh2755蒸汽t6氮气N 2PNm3平均值PNm34107仪表空气Nm340三副产物1合成气Nm3992041332蒸汽 t3蒸汽冷凝液t2、 DMF 消耗指标序号名称规 格单位单耗备注以 1 吨 DMF 产品计一1原料二甲胺 wt%吨2COCO96 vol%Nm33603二催化剂公用工程CH3ONa30 wt%Kg205蒸汽P=(G)t6仪表空气Nm37电220/380V，50HzKwh3508循环水P=(G)T32t150序号名称规 格单位单耗备注3、r丁内酯消耗指标一原料1顺酐 wt%吨2二H2公用工程H2 vol%Nm38743蒸汽t4电220/380V，50HzKwh2115循环水P=(G)T32t1669其次章 工艺技术路线概要乙炔产品自然气来自界外乙炔炉氧气乙 炔 提纯乙 炔 尾气变压吸附提 H2空分尾 气 作燃料变压吸附提 COH2氮气液氨顺酐二甲胺COr丁内酯合成甲醇合成DMF提纯提纯r丁内酯产品DMF 产品本工程以自然气为原料，氧气为关心原料，经局部氧化生产乙炔；乙炔尾气通过变压吸附提氢气用于生产 r丁内酯，提取氢气后的气体再通过变压吸附制 CO；然后再用氨和甲醇生成二甲胺，最终用CO 和二甲胺合成 DMF，整个过程资源合理利用，使装置效益最大化。其生产流程简图如下：工艺技术路线选择1、乙炔生产工艺路线方案乙炔的生产方法目前主要有两种：一是电石法，二是烃类裂解法。电石法由于能耗高在国外已渐渐被烃类裂解法取代，烃类裂解法有电弧法、热裂法和局部氧化法三种。等离子体裂解法还处于争辩过程中，尤以局部氧化 法进展最快、建厂最多。德国 BASF 公司的局部氧化法技术，技术上最为成熟， 在世界上建厂也最多。前苏联在六十年月就引进了BASF 的局部氧化技术，并在此根底上进展了改进和进展，结合该国内的争辩成果建设了多个烃类乙炔工厂， 至今还在运行。我国某厂曾于七十年月引进BASF 的技术，经不断改进，至今运行状况良好。本工程乙炔装置拟承受自然气局部氧化制乙炔的工艺技术。该工艺有如下技术特点：（1） 乙炔炉烧嘴为直流式，反响室为全金属构造，呈六边形，上大下小， 刮炭操作手动。经工艺改进后，根本杜绝了早期着火现象。（2） 自然气和氧气的混合承受单管，高速旋流式，较好地解决了内件的热膨胀问题，设备寿命长。（4） 局部氧化反响所生产的炭黑，经分别浓缩后，送去作为烧砖的燃料， 避开了炭黑对环境的污染。不仅有利于环保，而且有较好的节能效果。（5） 裂化气压缩机承受螺杆式压缩机。（6） 提浓工段的主塔大局部承受填料塔，中途不会因聚和物堵塞问题而停车。其生产过程主要由自然气脱硫、局部氧化、裂化气压缩和循环气压缩、乙炔提浓、溶剂处理、乙炔加压、炭黑水处理工序组成。2、DMF 工艺技术路线选择DMF 的生产方法有很多种，目前全球 DMF 的工业化生产方法主要有甲醇-脱氢法、三氯乙醛法和氢氰酸-甲醇法、一氧化碳一步法等：（1） 甲醇脱氢二步法国内 DMF 传统的合成方法是承受甲酸甲酯与二甲胺进展反响，目前还有些中小型装置还在沿用此法生产，其中关键在于原料甲酸甲酯的制备，以前多采用甲酸酯化法，目前承受该法生产装置因规模小、质量差，大局部处于停产状态。20 世纪 90 年月西南化工争辩院成功开发了甲醇催化脱氢合成甲酸甲酯并连续化生产 DMF 工艺技术，并快速得以推广应用，目前国内只有少局部地区还在承受此法进展生产。其工艺过程为：甲醇气化后，在以铜为主体的复合型催化剂上催化脱氢生成甲酸甲酯，少量甲醇发生副反响，生成一氧化碳和氢气。反响温度为220-280，压力为常压。由于反响吸热，需外部供热，产品回收分别后得到的中间产物甲酸甲酯再与二甲胺胺化，得到粗产品 DMF 和甲醇，经过精制后得到高纯 DMF。甲醇单程转化率为 25-35%，甲酸甲酯选择性为 85-92%，二甲胺转化率大于 95%，DMF 选择性大于 99%，产品总收率以甲醇计为 72%，以二甲胺计为97%，副产氢经变压吸附PSA回收精制可得到高纯度的氢。该法使用甲醇为原料制备甲酸甲酯，并连续胺化和精制得到 DMF，消退原有甲酸甲酯-二甲胺工艺过程中水和酸的危害，连续高质量生产出产品，设备简洁、操作便利。缺点是流程长、生产负荷小，在装置规模建设和经济上与一氧化碳法仍存在肯定差距。（2） 甲酸酯化二步法甲酸与甲醇进展酯化反响生成甲酸甲酯，再与二甲胺气相反响生产 DMF 与副产物甲醇，经蒸馏回收甲醇及甲酸甲酯，最终进展减压蒸馏，得到产品 DMF。该法工艺简洁、设备费用低，但本钱高，产品纯度低。（3） 一氧化碳酯化法以甲醇羰化的甲酸甲酯，在 MPa，60100下胺化反响得 DMF。德国巴斯夫公司有该工艺的生产装置。该法优于甲酸酯化法，原料使用 CO，本钱较甲酸酯化法低。（4） 氢氰酸-甲醇法该法是将 氢氰酸 与甲醇在 催化剂存 在下反响制备 ，该法 反响温度为260-270，压力，停留时间为 20-40min,催化剂承受四氯化钛，以氢氰酸计 DMF 的收率可到达 85%。该法最早由日本旭化成公司开发，主要是解决丙烯腈副产氢氰酸出路问题， 该法投资高，仅在利用丙烯腈副产氢氰酸为原料时才有经济性。（5） 三氯乙醛法抚顺化工争辩设计院以三氯乙醛和二甲胺为原料一步合成，得到 DMF 和三氯甲烷；国内局部企业承受该法生产，主要看中该工艺同时生成两种有价值的 产品，但是随着大型甲烷氯化物装置建设和进口增加，国内三氯甲烷不再紧俏， 而且原料三氯乙醛由乙醇和氯气合成，原料本钱较高，设备腐蚀比较严峻。（6） 二甲胺-CO 一步法二甲胺与一氧化碳在甲醇溶液中，以甲醇钠或金属羰基化合物为催化剂， 在反响温度 110-150，反响压力的条件下，二甲胺与 CO 反响，粗品经过精馏得到 DMF 产品。其主要反响方程式为：在 CH ONaCH O 存在下33NH(CH ) + CO催化剂HCON(CH )33 2该法 DMF 收率高达 98%，纯度达%，生产本钱比较低，装置竞争力量较强， 因此世界上大局部企业承受该法生产，我国浙江江山、安徽淮南化肥厂和扬巴一体化几套大型 DMF 装置均承受引进 CO-步法技术建设。具体工艺过程为：将无水二甲胺与溶于甲醇的催化剂甲醇钠，一起强制、连续参加环型反响器，同时用喷射泵将一氧化碳打入反响器，把握反响温度110-115，压力，反响进展很快，少局部反响生成物经冷却器冷却后导入一氧化碳喷射泵，重返回反响器。反响物用循环泵循环，使气液相物料充分混合接触进展反响，反响热用外部换热器除去，局部作为粗产品连续引出，除产品DMF 外还有甲醇及未反响的二甲胺，于常压下进展蒸馏，分别出甲醇和二甲胺并返回反响器，得到产品。用过的催化剂甲醇钠经分别提浓之后，返回反响器重复使用，此反响过程中无水生成，可得到无水产品。经过选择分析和比较，因一步法原料易得，生产工艺先进，节约能源，产品纯度较高，适合于大规模的工业生产。本装置拟选用“二甲胺-CO 一步法”生产 DMF。3、r丁内酯生产工艺路线的选择-丁内酯(GBL)是一种重要的有机化工原料和精细化工中间体，广泛的应用于石油化工、医药、染料、农药及精细化工等领域。目前已实现工业化的有糠醛法、丁二烯氯化法、丁二烯乙酰氧基化法、烯丙醇法、Reppe 法、顺酐酯化加氢法、顺酐直接加氢法等。其中较有竞争力的为Reppe 法、顺酐酯化加氢法、顺酐直接加氢法。1丁二醇脱氢法(Reppe 法)此工艺是由德国 BASF 公司于 1946 年首先争辩开发成功并实现了工业化生产。美国和欧洲各国均承受该法，且有万吨级生产规模。由催化剂优化选择和工艺参数调整可导致生产力量、转化率和选择性有所不同。该工艺包括缩合、加氢，脱水三步。Reppe 法的主要优点为：一次产物仅含少量的四氢呋喃、丁醇以及未反响的原料 1，4-丁二醇，各组分物化性质相差较大，产品易分别，合成的-丁内酯品质较好，可以满足生产电池电解液和制药原料对-丁内酯品质的严格要求。该工艺的经济竞争力主要取决于原料 1，4-丁二醇的价格和来源，对于以 7-丁内酯为原料进一步生产各种精细化学品的厂家是较为适宜的。2顺酐加氢法顺酐加氢法的关键在于催化剂的选择，最大优点在于原料顺酐来源充分， 价格又廉价；最大缺点是加氢设备防爆要求高、氢气需要净化处理。顺酐加氢法分为液相加氢法和气相加氢法两种工艺。日本三菱化成公司于 1971 年承受顺酐液相加氢建成第一个千吨级工业装置。日本北海道有机化工厂承受二段液相加氢工艺，日本四氢呋喃公司、英国ICl 公司等承受一步液相加氢工艺建成千吨级联产 1，4-丁二醇、-丁内酯、四氢呋喃并机敏调整比例的生产装置。其工艺包括催化加氢反响和粗产品精制两大局部。顺酐、氢气和作为溶剂的四氢呋喃通人含Ni 及其它金属的固体催化剂的加氢反响器中。反响在 230、的条件下进展。气相加氢法是由美国 StandardOil 公司开发，国内北京石科院、南开大学、复旦大学等单位对此工艺也进展了较完善的争辩开发，并成功实现了工业化。 其工艺流程为：顺酐用丁醇溶解，预热后与热氢气在汽化器中混合并汽化，然 后进入装有铜系催化剂的反响器中，在 260-290、条件下进展反响。3顺酐酯化加氢工艺顺酐酯化加氢是 1986 年英国 DavyMcKee 公司开发成功的，该工艺可联产 1， 4-丁二醇、-丁内酯、四氢呋喃，并可通过操作条件调整其比例。酯化反响所用的酯可以是乙酯或丁酯。该工艺的实现需在原顺酐加氢工艺二级氢解反响器前加设旁路，将一级氢解反响器的局部产物冷凝液引入一个改造的产品精馏系统，经精馏即可得到-丁内酯。依据本装置的特点：乙炔尾气通过变压吸附提氢，氢气来源稳定，提取费用低，顺酐价格相对也较为廉价。应选择顺酐加氢法制 r丁内酯。工艺流程简述1、乙炔生产工艺流程从界区外来的自然气进入锰铁脱硫槽，将自然气的硫含量降至 15mg/Nm3， 经脱硫合格的自然气送去自然气预热炉。与由空分装置来的氧气分别经预热炉加热后到 600 至 650，按：1 的比例进入乙炔炉进展局部氧化反响，其主反响式如下：2CHC H 3H415002 22CH +OCO +2H O4222反响进展时的裂化气温度很高高达 1500，为防止乙炔的连续热裂解，需在极短的时间内终止反响，即承受淬火水急冷终止反响。出乙炔炉的裂化气经冷却塔冷却、电滤器除炭黑后，进入裂化气气柜或裂化气压缩机。从乙炔炉排出的淬火水经焦炭分别器分别焦炭后与冷却塔、电滤器排出的炭黑水一起送至炭黑水分别工序经分别、除去炭黑后循环使用，并补充局部软水。从局部氧化来的裂化气与从提浓工序返回的两种富含乙炔的循环气集合， 形成含乙炔约 11的混合气进入裂化气压缩机，混合气经加压到左右并经冷却后送到提浓工序进展提浓。来自裂化气压缩机的压力约的乙炔混合气进入预洗塔，用适量溶剂循环洗涤，洗除混合气中的高级炔烃。洗涤后的气体进入主洗塔。在主洗塔，乙炔、剩余高级炔烃和局部 CO2被溶剂吸取，难溶组分作为尾气合成气从塔顶排出。主洗塔底排出的富溶剂减压进入乙炔解吸塔。在塔顶溶于溶剂中的 CO2被塔中上升的乙炔汽提出来，与相当数量的乙炔一起从顶部排出，作为循环气返回裂化气压缩机进口。在塔的中部，乙炔浓度最高处侧流抽出粗乙炔，经乙炔水洗塔洗涤后送乙炔加压工序经水环压缩机加压、气液分别器分别液体后送去充装。乙炔解吸塔下段溶剂与从预脱气塔顶送来的富乙炔气逆流接触，上升气流中的高级炔被吸取，乙炔浓度进一步提高，在塔的中部到达上述的乙炔浓度最高点。塔底排出的溶剂经加热后进预脱气塔进展闪蒸，使溶解在溶剂中的乙炔尽可能脱吸出来。经预脱气后的溶剂进入真空解吸塔，在加热减压条件下使溶剂进展沸腾解析，脱除溶解在溶剂中的全部气体。经真空脱气后的溶剂经换热、冷却后循环使用。真空脱气塔的负压是由一组蒸汽喷射器来产生的，抽出的气体作为高级炔解吸塔的汽提气进入高级炔解吸塔。真空脱气塔顶，气相中乙炔浓度还比较高，经冷凝分别溶剂后用真空压缩机送至预脱气塔作为汽提气使用，同时也到达削减乙炔损失的目的。从主洗塔顶排出的尾气，一小局部作为汽提气使用，大局部作为合成气送DMF 装置作原料。预洗塔底排出的溶剂经乙炔回收塔用尾气汽提回收乙炔后，再进入高级炔解吸塔。在真空下，高级炔从溶剂中解吸出来，经水洗回收溶剂并加氮稀释后送出界区作燃料。在提浓过程中，少局部高级炔生成聚和物残留在溶剂中。为了削减聚合物的生成，定期向溶剂中参加碱液阻挡溶剂中高级炔烃的聚合。连续从高级炔解吸塔釜抽一局部溶剂送至溶剂处理工序进展处理，以使循环溶剂中的聚合物含量限制在肯定范围内。从提浓来的含聚合物溶剂经加热进入蒸发器，在真空下进展闪蒸，局部溶剂蒸发，经冷凝、回收的溶剂返回提浓工序使用。浓缩后的含聚合物溶剂经计量槽计量后进入干馏槽，用蒸汽加热并在真空下连续干馏。干馏聚合物残渣送界区外处理。回收溶剂返回溶剂循环系统。从局部氧化来的炭黑水进入脱气槽脱气后去炭黑分别池。在此，浮出水面的炭黑，借助分别池输送器的刮板把炭黑浆刮下，由斜面槽移入炭黑收集槽， 然后用泵送界区外处理。2、DMF 生产工艺流程（1） 原料 CO 的生产工艺流程从主洗塔顶排出的乙炔尾气4133Nm3/h，经加压到，经活性炭过滤器除去杂质后进入变压吸附提氢装置，氢气纯度大于%送氢压机加压到,用于生产 R丁内酯。气流名称单位气体组分合计乙炔尾气COH2CH其它4v%100Nm3/h4133提氢后尾 v%11100气Nm3/h提纯后氢 Nm3/h纯度%气变压吸附提氢的物料平衡如下表：经过提氢后的原料气经压缩机升压到后，进入 PSA-1 工序，PSA-1 工序承受 522/P 工艺，由 5 台吸附塔及一系列程序把握阀门构成，任一时刻总是有 2 台吸附器处于吸附步骤。原料气从吸附塔下部进入，气体自下而上通过吸附床，易吸附组分CO 被吸附剂吸附，其余弱吸附组分CO、H 、N 、O 、CH 、22224Ar 等气体从吸附塔上部流出进入半成品气缓冲罐，作为 PSA-2 的原料气进入PSA-2 工序。在此工序，一氧化碳被吸附，留在吸附床内，其它组分通过吸附塔出口端流出，作为冲洗气经冲洗气缓冲罐送入 PSA-1。吸附床内合格的一氧化碳用逆放和抽真空的方法回收，回收的一氧化碳气体进入一氧化碳缓冲罐，一局部一氧化碳经产品气压缩机加压到后，送往 DMF 装置合成 DMF。另一局部一氧化碳经置换气压缩机加压后再返回 PSA-2 置换吸附床层，置换废气一局部作为PSA-1 的冲洗气，另一局部一氧化碳含量较高的返回原料气压缩机入口端。提取一氧化碳后的解吸气经解吸气总管回收。气流名称单位气体组分合计提氢后尾COH2CO其它2提取 CO 后的尾气送回前工序作燃料。变压吸附提 CO 物料平衡表如下： - 好好学习，每天向上气v%11100Nm3/h提 CO 后v%H 等其它气体总和2100尾气Nm3/h675H 等其它气体总和2提纯后CO Nm3/h纯度%气（2） 原料二甲胺的生产工艺流程将氨罐送来的液氨与甲醇罐区送来的精甲醇按肯定配比的混合，配制成氨甲醇物料，加压到 Mpa 在 160170气化，再预热到 426进入催化合成反响器进展气相催化反响，催化剂为-AI O 。出反响器的产物为混合粗胺，经换热、2 3减压后送入粗甲胺储罐，使微量的氢和一氧化碳释放。然后进入脱氨塔分别过量的氨及氨与三甲胺的共沸物，氨三甲胺共沸物以形式从塔顶蒸出后，返回配料工序循环使用。余下的三甲胺及一、二甲胺、水由塔釜底排至萃取塔进展萃取。萃取塔利用水作萃取剂，将溶解度最小的三甲胺与其它组份分别，从塔顶馏出合格的三甲胺去成品配制岗位；不合格的三甲胺返回配料岗位重配料， 其它组份经塔釜排出去脱水塔。脱水塔加压操作，由塔顶蒸出一、二甲胺混合物送分别塔进展分别，将塔釜排出少量甲醇和总胺的水溶液送甲醇回收塔回收甲醇。在甲醇回收塔中，从塔顶采出甲胺氨和甲醇混合物，返回吸取液贮槽，塔釜液冷却排至污水处理池处理。从脱水塔蒸出的一、二甲胺混合物，在分别塔中行进分别，利用沸点不同， 使一甲胺从塔顶蒸出，二甲胺从侧线出料，送去成品贮罐。氨与三甲胺三甲胺一甲胺甲醇液氨-15配料槽合成塔脱氨塔萃取塔脱水塔分离塔二甲胺甲醇回收塔流程示意图： - 好好学习，每天向上甲胺消耗指标以 1 吨混合甲胺计序号名称规 格单位单耗备注1CH3OH吨2NH3吨3触媒-AI OKg4蒸汽吨5电220/380V，50HzKwh3656循环水P=(G)T32吨8007软水吨38仪表空气Nm310023（3） DMF 合成生产工艺流程无水二甲胺和催化剂，分别经计量后从顶部和中部进入反响器。由变压吸附装置来的 CO 先经流量调整，然后自反响器塔釜进入反响器。在反响器中， CO 经气体喷射器喷出，在催化剂CH3ONa-CH3OH的作用下，在压力为，温度在 120140条件下与二甲胺发生气-液反响，生成二甲基甲酰胺(DMF)，液相物流从反响器底部流出，冷却后局部循环到反响器顶部，局部送至蒸发釜。从反响器顶部出来的气体经二级冷却冷凝器，分别用水和冷媒冷却和压缩后， 通过 1 套特别的混合器返回到反响器，因 CO 不断消耗，系统中的其它杂质如CH4、氢等的浓度不断提高，为避开系统中其它杂质的积存，抽出少局部气体作为尾气，进入放空管中外排处理。反响物料经反响器中冷却水管引出反响放出的热量后进入闪蒸器，在闪蒸-16 - 好好学习，每天向上23器中全部汽化，以除去其中的盐类附产物H O 或 CO 气体与 CH ONa 反响析出的 NaOH、Na2CO3、HCOONa 等难溶盐和催化剂，过滤出的固体催化剂和固体残渣排解系统，送至固废处理处，进展定期燃烧。由闪蒸器出来的气相进入后面的 I 塔初馏塔，塔顶采出轻组分甲醇和二甲胺送入二甲胺/甲醇储罐，再送入反响器中重循环利用。塔底物进入脱水塔和精馏塔进一步精馏，以脱出反响生成的重组分，重组分由塔底排出送废液处理站。塔顶 DMF 产品再经过气提后，被送至 DMF 中间槽，不合格产品循环送至精馏塔，合格产品送至 DMF 成品储罐。3、r 丁内酯生产工艺流程变压吸附回收的氢气分别从三个带搅拌的悬浮式反响器底部喷入，与从反响器顶部进入按 1：1 配制的熔融顺酐、四氢呋喃混合物在 Ni/Pd 催化剂，温度在 235，压力 MPa 条件下进展顺酐复原反响。反响热经反响器外旁路热交换器移去。从最终一个反响器流出的产物经冷却和闪蒸降压后进入催化剂主过滤器， 分别出物料夹带的催化剂。用四氢呋喃作溶剂逆向洗涤催化剂过滤器回收催化剂，同样用四氢呋喃作溶剂在单独罐中溶解后一起通过该系统参与循环。经催化剂主过滤器过滤后的物料再次过滤，以保证物料在进入精馏塔前催化剂被分别干净。在闪蒸塔内溶解的氢气从液体中分别出来，经冷凝后循环使用。过滤后的物料进入第一精馏塔四氢呋喃塔，溶剂四氢呋喃从塔顶馏出并返回到反响系统循环使用，塔底物料进入枯燥塔，水和丁醇从塔顶分别出来。塔底物料进入脱酸塔负压精馏。分别出沸点较高的丙酸和丁酸，塔底物料进入产品分别塔，该塔承受负压精馏，r丁内酯从塔顶分别出来，塔底顺酐返回反响系统中的其次反响器循环利用。4、配套空分工艺流程原料空气从大气中经空气过滤器吸入，经空气过滤器除去尘埃及其它机械杂质，然后进入无油空压机,经二级压缩至表压左右，经后冷却器冷却，进入预冷机组预冷至 510，再进入切换式分子筛纯化器，空气中的水份、二氧化碳、碳氢化合物被吸取。分子筛纯化器由二只填充分子筛的容器组成，其中-25一只在使用，另一只则由来自冷箱中的污氮经电加热器加热后对分子筛进展再生。空气经净化后，除小局部气体作为气体轴承透平膨胀机的轴承气体，其余 均进入空分冷箱，在主热交换器中被返流气体纯氧、纯氮、污氮等冷却， 局部空气从主换热器中部抽出，进入透平膨胀机膨胀制冷，大局部膨胀后的空 气经膨胀过冷器，被上塔的氧气冷却后送入上塔，少局部直接旁通入污氮通道， 经复热后出冷箱，其余加工空气在主换热器中连续冷却到达接近液空温度进入 下塔。在下塔中，空气被初步分别成氮气和富氧液空。气氮在主冷中被冷凝液化，同时主冷的低压侧液氧被气化，局部液氮作为下塔回流液，另一局部液氮从下塔顶部引出，经液空液氮过冷器由纯氮和污氮气过冷并节流后送入上塔顶部。液空经过冷后节流送入上塔中部作回流液。产品氧气从上塔下部引出，并经膨胀空气过冷器、主换热器复热后送出塔外，污氮从上塔上部引出，并在过冷器及主换热器复热后送出塔外，局部作为分子筛纯化器再生气体。纯氮气从上塔顶部引出，经液空液氮过冷器及主换热器复热后送出塔外。出分馏塔的氧气经氧气压缩机压缩到规定压力后送至乙炔炉，纯氮气一局部送乙炔炉，一局部送合成氨工序经加压后用于生产合成氨。第三章 主要设备简介生产乙炔主要设备1、乙炔炉反响器本装置的核心设备乙炔炉为多管炉，由混合室、燃烧器、反响室、骤冷装置三环水淬冷和壳体构成。乙炔炉配有联锁保护装置，用以在任何操作遭到破坏时切断向乙炔炉送氧气并向混合室供氮气。它具有尺寸小、设备构造简洁、投资少和运行平稳的优点，反响炉力量按 3000 吨/年设计。2、电滤器电除尘器承受湿法、板式、圆形电晕电极电滤器。设计电压为万伏，实际电压为 46 万伏，电流 200mA，该型电滤器运行牢靠、除尘效率高，并设有适用的保安系统，用于在电滤器发生故障时自动切断电除尘器的裂解气供给和电极电的供给。3、提浓工序的主塔据某厂二十多年的运行阅历，提浓工序的主要塔预洗塔、主洗塔、乙炔解吸塔、预脱气塔、真空解吸塔等为填料塔时，运行稳定，检修、清洗周期可达两年。4、裂化气压缩机和循环气压缩机真空压缩机由于工艺气体组份的缘由，裂化气和循环气在压缩过程中简洁产生聚合物。这些聚合物简洁在设备和管道中沉积，影响连续运行周期。国际上同类工厂该 类气体的压缩机根本都为螺杆式压缩机，并承受向压缩机内适量喷水的特别方 式，降低压缩机的排气温度。同时也可清洗压缩机，削减聚合物的生成和沉积， 延长运行周期。本装置拟承受电动螺杆式压缩机。5、主要换热器提浓工序的主要换热器大都与含聚合物的溶剂接触。因此，大都选用易于拆洗的板式换热器。对不宜承受板式换热器的如再沸器、加热器和操作压力高的或热程与冷程压差太大的换热器等选用列管式换热器，为便于清洗，在设计时应考虑使含聚和物介质的物料走管内。6、溶剂泵提浓溶剂 N甲基吡咯烷酮价格较贵，为削减溶剂损失和对环境的污染，全部的溶剂泵均承受带机械密封的离心泵。生产 DMF 主要设备空分、变压吸附提氢、变压吸附提CO 及加压装置由厂家成套供给。以下介绍生产甲胺、DMF 的设备。1、生产甲胺主要设备表序号1设备名称型号规格材质配料槽组合件数量1备 注2原料换热器列管式23过热器列管式14气化器15合成塔组合件16合成塔换热器17粗品储罐18脱水塔19脱水塔冷凝器列管式110脱水塔再沸器列管式111脱氨塔112脱氨塔再沸器113脱氨塔冷凝器114萃取塔115甲醇回收塔116精馏塔217精馏塔再沸器218精馏塔冷凝器219甲醇贮罐220液氨贮罐121甲胺贮罐32、生产 DMF 主要设备表序号1设备名称二甲胺换热器型号规格材质数量1备 注2催化剂换热器13合成反响器14合成换热器15CO 压缩机组合件16蒸发釜17过滤器18过滤输送泵1塔121 塔再沸器1132 塔再沸器1141 塔冷凝器1152 塔冷凝器116液环真空泵117水封118精馏塔119精馏塔再沸器120精馏塔冷凝器121精馏塔外循环泵122DMF 冷却器123净化系统组合件124废 DMF 贮槽125DMF 中间槽126DMF 输出泵127DMF 成品贮槽19循环槽110初馏塔(分别 I塔)初馏塔分别 21111生产 r丁内酯主要设备生产 r丁内酯主要设备表如下：序号设备名称加氢复原反响型号规格材质数量备 注1器32反响旁路换热3器3反响循环泵34冷却器列管式15闪蒸塔16闪蒸气冷凝器列管式17闪蒸气分别器18闪蒸气压缩机组合件210塔111枯燥器112脱酸塔19催化剂主过滤器1四氢呋喃精馏13R丁内酯负压精馏塔R丁内酯贮罐1142第四章 自控水平自控水平原则1、确保生产安全，削减误操作及不必要的停车。2、提高生产治理设施。3、到达国内外同类生产装置的把握水平。4、考虑目前国内自控仪表的生产状况。5、考虑今后化工生产装置把握水平的进展方向。依据以上设计原则，确定本装置与工程内其它装置的把握系统均设置在一个主把握室，集中监控压缩单元就地集中把握。通过设置在把握室的分散型把握系统DCS和程序规律把握系统PLC实现对全装置工艺生产的监视、操作和紧急处理。并作到在主把握室通过操作按钮自动开车、手动停车或紧急停车。为了提高其牢靠性，DCS 的主要把握单元及 I/O 接口均考虑冗余配制。同时还设计了一套独立的安全联锁装置。为了提高其牢靠性，对于现场仪表的选择要求先进牢靠，并考虑与 DCS 系统的匹配，作到智能化。为了确保生产安全，联锁系统的重要把握点从检测元件至执行单元，均为独立单元。必要的还设置了三取二系统。仪表选型原则依据本装置的生产特点，其主要生产装置均为爆炸危急区域。主要生产设备需通过仪表把握才能进展正常工作。为此，对仪表精度、灵敏度、牢靠性要求较高。同时对于动作响应时间也有肯定要求。基于以上缘由，仪表选型时， 在安全牢靠的根底上尽量节约投资。即首先选用国内生产的仪表，对于重要的检测仪表，国内不能满足要求的，将承受国外仪表，其仪表选型如下：1、分散型把握系统DCS此系统为本装置的把握中心，为了提高其牢靠性，全部硬件均由国外成套引进，确保在生产过程中正常运行。系统软件及操作程序的组成，由 DCS 制造商作技术支持和技术保证。依据生产状况，本设计考虑设置四个操作站，操作站之间通过通讯网络相互联络。主要硬件包括 19“彩色 CRT、操作键盘和公用的磁盘驱动器、报表打印机、事故打印机等。把握站包括过程接口单元、把握单元等，设置在主控室内的设备间。为了确保系统正常运行，除通讯总线为双重化外，重要的接口单元、把握单元均需考虑双重化。另外考虑全厂联网，在本系统中将设置上位机接口单元和 PLC 接口单元。为了在正常生产过程中便于组态，开发的生产程序和对生产装置进展必要的改进，本方案中设置了一组系统组态操作站，用于工程师组态。2、程序规律把握系统PLC该系统应保证生产安全联锁及正常开停车牢靠准确。为此设置了包括主机CPU和输入、输出单元、开停车按钮和关心操作台组成的PLC 系统。其主机和 I/O 单元为引进国外设备，负责操作台及按钮等由国内选购。3、表为了生产安全牢靠及保证产品质量，在本装置中设置了在线氧气、红外、密度计等。4、现场仪表就地温度检测仪表承受双金属温度计，把握室集中温度检测仪表承受一体化温度变送器。就地压力检测仪表承受不锈钢压力表或真空表。压力开关承受无触点式压力开关。电动压力变送器承受与 DCS 配套的智能型变送器。流量检测仪表。依据管经大小和介质状况，将承受金属管转子流量计、漩涡流量计或差压变送器。其变送器为智能型。液位检测仪表。依据设备状况承受法兰液位变送器或浮筒式液位变送器及联锁用