第一篇：年产70万吨焦炭焦化厂蒸氨工段的设计[本站推荐]
设 计 任 务 书
1.1设计任务
年产70万吨焦碳的焦化厂蒸氨工段的设计。
1.2设计的基础资料
1.2.1 工艺计算主要依据
煤气产率
340Nm3/t干煤 氨产率（挥发氨）
0.3% 初冷器后煤气温度
30℃ 剩余氨水中氨含量
3.5g/l 概述
剩余氨水是煤焦化工业中焦化废水的主要来源，其中含有大量的挥发氨和固定胺盐，严重影响了生化工段的废水处理结果，因此蒸氨工艺是焦化废水处理工艺的第一环节，同时还在为脱硫工段提供碱源的过程中起重要作用，因此蒸氨系统的稳定运行直接影响到生化工段出水指标及脱硫工段的脱硫效果。鼓冷工段昌盛的大量剩余氨水与蒸氨塔底废水换热后，进入到蒸氨塔中开始蒸馏，蒸氨塔底部通入饱和水蒸汽，以提供蒸氨所需热量及氨气载体，蒸出的大量氨气与水蒸气混合气体从塔顶分缩器出来后，去往脱硫工段，塔底废水在与剩余氨水、冷却水连续换热后，去往盛化工段进行水处理，同时在蒸氨过程中，需要在剩余氨水中加入一定量的液体氢氧化钠，以促进剩余氨水中固定铵盐的分解，保证蒸氨效果。
3蒸氨工段设备的计算
3.1 蒸氨塔的计算 3.1.1 基本数据的确定
①原始数据：煤气总量
35000Nm3
进料温度
50℃
分凝器后产品浓度
10%
塔顶温度
102℃
塔顶压力
14.7MPa
塔底温度
105℃
塔底压力
34.3MPa
回流温度
90℃
进料浓度
3.5 g/h 经计算得 进料量F及浓度XF
F = 12.63 t/h 12.633.5103100%0.35%
XF12.63
参考《炼焦化学品回收与加工》附表5，得氨水在水溶液里及液面上蒸汽内的含量为Y1 = 3.5%
② 氨分缩器后成品氨气浓度的确定
XD = 10%,设在蒸氨塔里的氨回收率99%，则氨为: 99%×12.63×3.5×103/1000≈43.75kg/h 或54.51Nm3/h
氨气混合物 D = 43.75÷10% = 437.5 kg/h 水蒸汽的量 437.5×(1-10%)= 393.75kg/h 或 490.61 Nm3/h
考虑到氨气中H2S和CO2,设占氨气体积的5%，则
54.51490.61573.82Nm3/h
15%取分缩器后氨气操作压力为850mmH2O,则氨气在气体混合物中的分压为:
PS = 850×490.61/573.82= 726.148 mmH2O
③分缩器后回流液含氨浓度的确定
出成品氨的浓度为10% 即XD = 10% 查《炼焦化学品回收与加工》中附表5得,回流液浓度为XR = 1.2%。则进料热状况: q = 将1Kmol进料变为饱和蒸汽所需的热量/原料液的Kmol汽化热，查
182250(10250)1840186物性手册得即:YFYq
XFXq
1.0971182250
XD-YF103.5
∴Rmin=YF-XF ==2.06
3.50.5一般取R=(1.1～2)Rmin 现取 R=1.5Rmin=3.09 3.2 物料恒算(1)输入物料
进料量
F = 12.63t/h 含氨量 = 12.63×103×0.35% = 44.19 kg/h 设蒸氨塔中氨的回收率为99%则：
D=44.19×99%/10%=437.47kg/h 回流量 L = RD = 3.09×437.47= 1351.79 kg/h(2)输出物料
塔顶蒸汽量
V =(R+1)D = 4.09×437.47= 1789.26kg/h 废水量
W = F-D+G = 12630– 437.47 +G = 12192.53+ G kg/h(3)热量恒算—确定直接蒸汽量G ①输入热量
进料带入热量 q1 = 12630×50×1.0074×4.187= 2662698.14 kJ/h 回流带入热量 q2=1351.79×90×1.005×4.187= 511941.66kJ/h 直接蒸汽带入热量q3 = 2738G kJ/h 式中 G — 蒸气量
2738—4Kg/cm3（绝压）时水蒸气热焓，2741 — 表压为0.3时,水蒸汽热焓
kJ/Kg Q1= q1+ q2+ q3 = 2662698.14+ 511941.66 + 2738G
= 3174639.8+ 2738G kJ/h ②输出热量
塔顶蒸汽带出热量
q4 = 2811.7×3.5%×102×2.131 + 2811.7×(1-3.5%)×2678.84
= 7507857.8 kJ/h
式中
2.131—— 氨的比热
KJ/(Kg·℃)
3.5% —— 含氨量
2678.84—— 102℃时水的热焓 kJ/kg
氨解析吸收的热量 q5 = 2811.695×3.5%×491×4.187
= 20231.16 kJ/h
废水带出的热量
q6 =(12192.53+G)×105×1.0089×4.187
= 5407969.27+443.5G kJ/h
散热损失
q7 = q3×2% = 2738G×0.02 = 57.46G kJ/h
Q2 = q4 + q5
+ q6+ q7
=7507857.8+20231.16+5407969.27+443.5G +54.76G
=12936058.23+488.26G kJ/h
由 Q1=Q2 得：
3174639.8+ 2738G =12936058.23+488.26G
直接蒸汽量G =4338.91kg/h
1吨氨水所用蒸汽量 g = G/F = 4338.91/12.63 = 343.54kg/t
废水量 W = 12192.53+ G = 12536.07kg/h = 16531.44 t/h 3.3蒸氨塔设备的计算（1）塔板层数的确定
作全塔的物料平衡：
∵废水量W = 12192.53+ G = 16531.44kg/h = 16.531 t/h
3.512192.532%0.005%∴废水含氨量XW=100016531.44 直接蒸汽加热时，提镏段的操作线方程为
WWXm1XW
YmGG式中：W—废水量，16531.44 kg/h
G—直接蒸汽耗量，4338.91kg/h 16531.4416531.44Xm1XW3.81Xm10.000191
4338.914338.91以进料含氨量浓度 XF=0.35% 按《炼焦化学品回收与加工》附表5中数据采用逐板计算法计算提馏段理论板数.X % 0.35 0.17 0.0811 0.0374 0.0159 0.00536 0.000176
Y %
1.70 0.811
0.374
0.159
0.0536
0.00176 ∴提馏段需理论板数为5 对于精馏段由于塔顶气相浓度不高于和进料平衡的气相浓度,所以只
需要一块理论板,则全塔理论板数为6块.本设计采用浮阀塔,总板效率取0.5,则实际板数为6/0.5=12块（2）塔径的计算 即Ym
∵V＜VS
∴用塔底气体积确定塔径
.73.5%2811.7(13.5%)273102101.32811
Vs = 22.41718273101.334.3
=3601.2m3/h
原料汽化热取水的热量为 1500kJ/kg 平均温度(98+50)/2 = 74℃ ρl= 974.8 ㎏/m3
ρV=0.661 ㎏/m3
查《化工原理》（天大版）
附表7
水的比热为4.2 kJ/(㎏·℃)15004.2(9850)q = =1.13 1500L = L+QF = 1351.79+1.13×20890 =24957.49㎏/h V = V+(q-1)F = 1351.79+0.13×20890 =4067.49㎏/h LhVhPl(Pv)1225842.2/974.8=5676/0.661(974.80.661)12= 00.119
塔板间距取45㎜，板上液层高度取0.07m则： HT-Hl = 0.38 m查《化工原理》（天大版）下册P160，史密斯关系图得C20 = 0.0062校正
C = C20×0.2(20)= 0.062×(0.634520)0.2=0.031
974.80.661= 1.19 m/s 0.661
∴Umax=C×
PlPvPv=0.031×
通常取 U = 0.6～0.8Umax 现取安全系数 0.7则U = 0.65×1.19 = 0.774 m/s则D =4Vs3.14U=
43601.2= 1.283m圆整取D = 1400 mm 36003.140.7743.1423.1421.4= 1.538㎡
塔截面面积 AT =4D=4(3)塔高的计算
1）该塔有效高度 Z=(N-1)×HT=(12-1)×0.45=4.95m
2）塔顶辅助高度取1m
3）塔底辅助高度取1.5m(塔底最后一块塔板到塔底封头切线的距离)
4）塔底裙座高度取2 m
5）人孔,人孔的设计应便于进入任何一层塔板,但设置过多会使制造时塔体弯曲度难以达到要求,所以本塔设置一个人孔,位置在自上面算起第8块塔板处,此处塔板间距设计为600㎜,另外,塔裙处应设计两个人孔直径为450㎜.综上该塔实际高度 H=4.95+1+1.5+2+(0.6-0.45)=9.6m
参考文献
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第二篇：焦化厂硫铵、蒸氨工段操作规程..
焦化厂硫铵工段安全技术操作规程
一、工艺流程
1、硫铵工序
由冷鼓送来的煤气，经蒸汽预热后，进入喷淋式饱和器的上段喷淋室，在此分两股沿饱和器内壁与内除器的环形空间流动，并循环的母液充分接触，氨被吸收后煤气合并成一股，沿切线方向进入饱和器内除酸器，分离煤气中夹带的酸雾，后送往粗笨工段。
在饱和器下端结晶室上部的母液，用循环泵连续抽出送至上段喷淋室进行喷洒，吸收煤气中的氨，并循环搅动母液以改善硫铵结晶过程。
饱和器在生产时母液中不断有硫铵结晶生产，由上段喷淋室内的降液管流至下段结晶室的底部，用结晶泵将其连同一部分母液送至结晶沉降，然后排放至离心机内进行离心分离，滤除母液并用热水洗涤结晶，离心滤除的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流同饱和器下段的母液中。
从饱和器满流口溢流出的母液，通过插入液封内的满流管流入满流槽，满流槽内的母液用小母液泵送至饱和器顶部用于二次喷洒洗铵之用。
买来的硫酸、放入硫酸地下槽后，用液下泵打往硫酸贮槽，在通过硫酸泵打往高位槽，然后自流加入满流槽，当硫酸高位槽的液位高时，可满流回硫酸贮槽，在定期用泵打往高位槽以作补充之用。
饱和器定期补水，并用水冲洗饱和器，所形成的大量母液即由满流槽至母液贮槽，用于给饱和器补液用。
带入母液中的焦油，在饱和器上段喷淋室内由满流口满流至满流槽，在饱和器下段结晶上部由焦油排出口排出至满流槽，满流至母液贮槽，定期捞出。
当硫酸高位槽的液位高时，可满流硫酸贮槽，再定期用泵送回高位槽以作补充。
从离心机卸出的硫铵产品，由螺旋输送机送至沸腾式干燥器，进行干燥后进入储料斗，然后称量，推包，封袋，送入成品库，干燥冷却器顶部排出的尾气，经旋风分离，再经过水浴器过滤洗涤尾气中夹铵颗粒，由排风机排至大气。
2、蒸铵工序
从萃取脱酚工段来的剩余氨水首先进入氨水贮槽，然后由氨水泵送入换热器预热至约90℃在进蒸氨塔顶，氨水在塔内逐级而下与蒸汽反复接触使NH3转移到汽相中，最后从塔底排入废水槽再次分离重油，废水泵从废水槽中把温度较高的废水送入换热器与氨水进行热交换，温度降低后的废水通过管道送往生化站作进一步的处理后排放，或送往熄焦池熄焦。
a、碱液流程
买来的碱液首先存入液碱槽，通过碱液泵打往高位槽，在通过调节阀，流量计自流入氨水泵吸入管道内，碱液与氨水在管道和泵中混合反应使固定氨转化为游离NH3以便在
母液比重：
≥1.26（控制点）
硫氨质量指标（质控点）：
一级品
二级品
含N% ≥21.0
≥20.5
水份% ≤0.3
游离酸%≤0.05
袋计量准确每袋
0.5Kg 缝袋时要叠好袋口，保证不漏。
剩余氨水处理量：
剩余氨水处理加减后PH：
进塔剩余氨水预热温度：
蒸汽塔顶压力：
0.03Mpa。
蒸氨塔底蒸汽流量：
出分凝器的氨水蒸汽温度：
塔顶氨水冷凝液分析NH3浓度：1.4%(wt%)，蒸氨塔温度：
105℃。
≤1.0
≤0.2
50Kg±
25m3/g。
9～10。90℃，冬季为85℃
左右。
0.18～
4.5t/h。
98±1℃。
0.7—
100—
＜
塔底温度：
105—110℃。
换热后废水温度：
＜60℃。本工序处理后废水NH3—N含量：
＜280mg/l。处理后废水PH值：
8—9。
三、安全技术操作规程
1、饱和器工安全生产技术规程 a、正常操作
①根据职责范围和操作指示进行正常操作，及时检查调整煤气压力温度、母液温度、母液晶比、母液比重，使之符合规定，每小时记录一次。
②采用连续加酸制度，饱和器内酸度控制在2—6%。③观察结晶槽回流和结晶泵的上量情况。每小时清理一次回流管口，保证回流量，发现结晶泵不上量时，及时通知泵工处理。
④随时注意饱和器的阻力情况，如发现阻力变化超出范围，找出原因及时处理。
⑤协调本岗位工序的正常操作，将本班情况如实填写在交接班记录上。
b、特殊操作 ①准备工作
⑴检查要开的饱和器系统所属设备及附属管线是否良好，各阀门是否灵活好用，有杂物要清楚干净。
⑴停电时如晶比过大，适当提高饱和器内母液酸度，防止堵塞，并与有关人员联系送电。
⑵若停电时间超过30分钟不能及时送电，请示领导同意，打开煤气交通阀门，各岗位按停工处理。
⑶来电时各岗位立即按开工顺序恢复生产。⑤停气操作
通知离心机工停止放料，根据时间长短适当加酸、加水和事先把母液温度提高，来气时各岗位恢复生产。
⑥停水操作
⑴通知离心机工停止料。
⑵停水时间超过1小时，适当提高饱和器母液酸度和温度。
⑶冬季停水，有关设备和管道的存水放净，以防冻坏管道和设备。
2、泵工安全技术操作规程
a、大循环泵、小循环泵、结晶泵的开停工
①检查泵及时电机设备是否正常，检查地却螺栓、连接螺栓是否滑动，检查油箱和轴承是否缺油，盘根是否严密。
②搬动靠背轮进行盘车，盘车应灵活。③启动泵。
④开泵后检查管道、阀门是否有滴漏，电机电流是否正常，并注意震动、杂间、润滑及温度情况。
b、大循环泵、小循环泵、结晶泵的停泵
①饱和器倒换时饱和器工作批示工作。
②突然停电时，要按焦止电钮，关闭结晶泵、小母液泵出口阀门。
③停电时，用水冲洗煤厂结晶泵循环泵及管道，以防结晶堵塞。
④听从饱和器工安排，提高母液酸度。
3、离心机工安全技术操作规程 a、开机
①接班后检查设备是否正常，筛网是否完好，螺丝是否紧固。检查旋转体、外壳，检查喷嘴位置是否正确及管子是畅通，润滑油不低于窥视镜子的三分之二，检查各部分无问题时再开机。
②开机前与干燥工联系，开启热风，使干燥系统运转系统正常。
③开机时按顺序盘动转鼓和油泵，检查有无异常现象。④将调速器般到零位启动油泵注意泵运转情况，将调速器搬到操作位置，开油冷却水。
⑤启动主机，待转速稳定后开始下料，如发现不正常现象，应及时停机并查明原因，如属设备问题，应向班长反应请维修工检修。
b、停机
①关闭结晶槽底部阀门，停止进料，通知干燥机工停车。
②关闭洗涤水阀门，停主机，待转鼓停止后，铲除鼓内积料。
③清洗前，先开启主机上所有水阀门，待结晶清洗干净后，关闭阀门。
④停止主机，停止油泵，把调速器搬到零位，关闭油冷却水。
⑤通知干燥机工清扫。c、一般操作
①离心机工根据职责范围和操作指标进行正常操作，并及时检查调整。
②下料要均匀，不得装将稀糊母液或洗水漏洒在下料斗中。
③检查推料行程是否稳定，油压是否正常，不得超过规定。
④洗水应畅通，每隔半小时将后腔、中腔洗水开一次。⑤操作中如突然发现异常现象或震动时，应停止电钮并清料，来电后，按开车顺序开车。
⑥操作中禁止用铁锹、铁铲或其它铁器制动或震捣处壳。
4、干燥系统安全技术操作规程 a、开工必备条件
①各个设备安装或检修完毕，且试压、试运转合格，管道设备运转完毕。
10⑶氨水贮槽上下二出水阀：关
②察看配电柜（箱）、电源及通向用电设备的线路，若有异常应报告电工处理，对泵作盘车检查要求其转动平稳、灵活、无杂音，必要时应加注润滑油，若发现泵轴承，叶轮或电机不正常应拆检或替换。
③仪表控制及显示柜（箱）各部位及线路巡查，有异常情况应报仪表检修人员处理，④察看输送物料及蒸氨工序的外部管道，阀门及设备是否处于正常状态，应保证满足输送要求。排水管道及沟渠畅通可正常使用。
⑤与硫铵饱和器操作负责人员联系，确认饱和器可正常接纳本工序产出的氨水蒸汽。
⑥蒸氨工序所用物料及公用工程供给查验，剩余氨水、液碱、蒸汽、循环冷却水自来水要求开车供应规格符合要求，必要时应分析化验：剩余氨水的酸度和氨氮含量，液碱的浓度等。检查碱液槽内液碱存量，若碱液槽液位高度不足1/3，应补加。打开碱液槽进料阀及输送液碱的外部管路上的全部阀门。通知液碱库送料，碱液槽液位升高至约2/3时，通知碱液库停送料，并注意必须关闭碱液槽进料阀。
⑦检查氨水贮槽内剩余氨水存量，要求液位超过1/2高度，否则应通知冷鼓工段输送。
b、开车操作
①系统低负荷试运转。将下述阀门开启：
2排放5分钟之后，可从中取样作氧含量爆破试验，达到要求应继续吹除，达到要求后可关闭放空阀，打开进硫铵饱和器（与煤气混合进入）的阀门。开启分凝器上循环冷却水的进出水阀门（必要时可开进水旁路阀调节进水量）。观察各部位的温度、压力、流量指示、察看各设备、管路、若有漏气、漏液或其它异常情况应停车检修。
③满负荷运转。在上述四个步骤正常进行之后，可开始满负荷运转。
⑴调节氨水泵出水阀把流量提高至20～25 m3/h（由脱酚后能够供给的剩余氨水量确定）。同样调节废水泵出水阀仍保持废水槽（或蒸氨塔）的液位。
⑵调节蒸氨塔底蒸汽进料阀使气量达到4～4.5t/h。
⑶调节分凝器冷却水进水阀维持氨水蒸汽的出料度为98±1℃。
⑷调整分凝器氨水蒸汽出料阀的开度，使蒸汽塔顶维持在0.018～0.03Mpa（表压）的微正压状态。
⑸开启碱液槽出料阀（必要时可使用出料旁足路阀），开碱液流量计调节阀使流量控制在200～300kg/h.⑹运转稳定后，从取样品分别取样分析NH3－N或NH3浓度，用PH试纸或酸度计测PH值。
④正常运转的检查和记录
蒸氨系统满负荷运转平稳后，检查各部位仪表（温度、压力、流量、PH值、液位）指示是否正常，必要时应停车
415①检查结晶泵上量及回流情况。②看加酸情况。
③检查仪器试剂是否完好齐全，测定酸度、比重、晶比。④设备、管道、阀门有无泄漏。⑤卫生情况。d、预热器部分
①检查预热器所有蒸汽阀门的开关情况。②预热器前的煤气温度。③卫生情况。e、饱和器部分
①饱和器前后温度，清洗热水蒸汽阀门有无泄漏。②满流槽液面及回流情况。③设备及管道有无滴漏现象。④卫生情况.2、泵工
a、循环泵、结晶泵、小母泵、酸泵。①电机、轴承温度及泵的运转情况。②泵及所属管道阀门有无滴漏。③卫生情况.b、备用泵 ①搬动靠背轮。
②泵及所属管道的卫生情况。c、饱和器后水封槽
7c、螺旋给料机风积料清理情况。
d、螺旋机轴承及减速机温度及润滑情况。e、热风器蒸汽阀门和疏水情况。e、水浴器的使用情况。f、缝袋机。
5、蒸氨工
a、巡回路线→碱液槽→氨水贮槽→氨水泵→废水换热器→废水泵→废水槽→蒸氨塔→分凝器→控制室
b、巡检要点①②③④⑤⑥⑦
①控制室：查看上两班操作记录，了解上班（前次）操作情况及有关事项，巡检完毕或开车稳定后返回控制室应按要求填写操作数据及其它情况记录，按照工艺要求调控参数。
②碱液槽：查看碱液存量，记录液位高度，碱液存量不足时及时补充。记录碱液流量，注意设备、阀门及管线有无滴漏。
③氨水贮槽：查看剩余氨水存量，记录液位高度，根据液位变化适当调整氨水出口压力值，整个底层操作面的卫生情况。
④氨水泵和废水泵：查看泵运转情况，泵出口压力表指示，注意泵有无异常振动或噪音，泵、阀门及管线有无泄漏。记录剩余氨水流量及泵出口压力值。整个底层操作面的卫生情况。
94、修理煤气设备时不许用铁锤敲打。
5、运转设备在运转过程中禁止检修。
6、离心机工开车须得到饱和器工允许并和干燥机工联系好后，方可开车。
7、工作场所不准带易燃品，废棉纱等应放在指定地点。
8、消防工具应齐全，指定位置存放，并按时检查，保证随时可用。
9、各转动设备必须有安全罩、电器设备接地线必须保持完好。
10、禁止电机及油箱进水，不得用湿布擦电机。
11、禁止往深硫酸中加水及浓稀酸混合。
12、饱和器各煤气管道及设备如需动火，必须办理动火手续。
13、生产中使用的液碱不得与人体接触，处理相关物料时应戴好防护用品（眼镜、手套、雨鞋），误入眼内、口内或溅在皮肤上应迅速用清水冲洗，严重者送医院救治。
14、检修蒸氨塔时，如清除塔板上污垢或进塔内检修部件应首先用蒸汽吹蒸30分钟，打开手孔或人孔使塔内温度降低后再作检修。
15、生产岗位禁止吸烟。
16、上班前不准饮酒，上班时要穿戴好劳动防护用品。
第三篇：年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计课程设计
化工工艺设计 课 程 设 计 年产3.5万吨丙烯腈合成工段工艺设计 年 级 2013 专 业 化学工程与工艺 学 号 姓 名 指导教师 设计成绩 完成日期 2016 年 月 日 《课程设计》成绩评定栏 评定基元 评审要素 评审内涵 分值 评分 签名栏 设计说明，50% 格式规范 内容完整 格式是否规范 10 评阅教师签名 内容是否完整 10 工艺计算 正确、完整和规范 物料恒算 10 热量衡算 10 设备设计和选型 10 设计图纸，40% 图纸规范 标注清晰 方案流程图 10 评阅教师签名 工艺物料流程图 10 带控制点的工艺流程图 20 平时成绩，10% 上课出勤 上课出勤考核 5 指导教师签名 制图出勤 制图出勤考核 5 合计 100 化工工艺设计 课程设计任务书 学 号 学生姓名 专业（班级）设计题目 年产 3.5 万吨丙烯腈合成工段工艺设计 设 计 技 术 参 数 1.生产能力：
35000 吨/年 2.原料：丙烯85%，丙烷15%（摩尔分率）；
液氨100% 3.产品：1.8%（wt）丙烯腈水溶液 4.生产方法：丙烯氨氧化法 5.丙烯腈损失率：3% 6.设计裕量：6% 7.年操作日：300天 设 计 要 求 1.确定设计方案，并画出流程框图（要求见4（1））；
2.物料衡算，热量衡算 3.主要设备的工艺设计计算 4.绘图要求：（1）流程框图（CAD或者PPT绘，截图在方案设计中）；
（2）方案流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
（3）工艺物料流程图（带物料表，CAD或手绘，A3图纸）；
（4）制带控制点的工艺流程图（CAD或手绘，A3图纸）；
5.编写设计说明书 工 作 量 1.设计计算：1.5周 2.工艺流程图与设计说明书：1周 3.答辩：0.5周 工 作 计 划 第一周：物料衡算、热量衡算及主要设备的工艺设计计算 第二周：画图，撰写设计说明书，第三周：答辩 参 考 资 料 《化工工艺设计手册》第四版(上下册)，中国石化集团上海工程有限公司编，化学工业出版社，2009年 《化学化工物性参数手册》，青岛化工学院等编，化学工业出版社，2002年 第一部分 概述 1.1 丙烯腈的性质 1.1.1 丙烯腈的物理性质 丙烯腈是一种非常重要的有机化工原料，在合成纤维、树脂、橡胶急胶粘剂等领域有着广泛的应用。丙烯腈，英文名Acrylonifrile（简称为ACN），化学分子式：CH2=CH-CN；
分子量：53.1。丙烯腈在常温下是无色或淡黄色液体，剧毒，有特殊气味；
可溶于丙酮、苯、四氯化碳、乙醚和乙醇等有机溶剂；
与水互溶，溶解度见表1-1。丙烯腈在室内允许浓度为0.002MG/L，在空中的爆炸极限为3.05~17.5%（体积）。因此，在生产、贮存和运输中，必须有严格的安全防护措施。
丙烯腈和水、苯、四氯化碳、甲醇、异丙醇等会成二元共沸混合物，和水的共沸点为 71℃，共沸点中丙烯腈的含量为88%（质量），在有苯乙烯存在下，还能形成丙烯腈—苯乙烯—水三元共沸混合物。丙烯腈的主要物理性质见表1-2。
表 1-1 丙烯腈与水的相互溶解度 温度/℃ 水在丙烯腈中的溶解度（质量）/% 丙烯腈在水中的溶解度（质量）/% 0 2.10 7.15 10 2.55 7.17 20 3.08 7.30 30 3.82 7.51 40 4.85 7.90 50 6.15 8.41 60 7.65 9.10 70 9.21 9.90 80 10.95 11.10 表 1-2 丙烯腈的主要物理性质 性质 指标 性质 指标 性质 指标 沸点(101.3KPa)78.5℃ 燃点/℃ 481 蒸汽压/KPa 熔点/℃ —82.0 比热容/J.kg-1.K-1 20.92±0.03 8.7℃时 6.67 相对密度(d426)0.0806 蒸发潜热(0~77℃)32.6kJ/mol 45.5℃时 33.33 粘度(25℃)0.34 生成热(25℃)151kJ/mol 77.3℃时 101.32 折射率(nD25)1.3888 燃烧热 1761kJ/mol 临界温度 246℃ 闪点/℃ 0 聚合热(25℃)72 kJ/mol 临界压力 3.42MPa 1.1.2 丙烯腈的化学性质及应用 丙烯腈分子中含有双键及氰基（-CN），其化学性质非常活泼，可以发生加成、聚合、水解、醇解、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。除自聚外，丙烯腈还能与苯乙烯、丁二烯、乙酸乙烯、氯乙烯、丙烯酰胺等中的一种或几种发生共聚反应，由此可制得合成纤维、塑料、涂料和粘合剂等。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。
丙烯腈主要用来生产 ABS 树脂，丙烯酰胺、丙烯酸纤维、己二睛和苯乙烯-己二睛树脂等，目前国内供不应求，每年需大量进口来满足市场需求，2000 年进口量超过150kt。
1.2丙烯腈的生产状况 1.2.1世界丙烯腈生产与消费概况 全世界丙烯腈的生产主要集中在美国、西欧和日本等国家和地区。全世界1999年丙烯腈总生产能力为，523.3万t(见表1-3)。美国、日、西欧丙烯腈生产能力合计为357万t，占世界总能力的66.9％。1999年世界丙烯腈需求量为480万t，产量470万t。
预计到2000年，世界丙烯腈总生产能力将达到585万t，产量及消费量将达到507万t。其中用于腈纶的消费量为275万t，用于ABS、AS为126万t，其它106万t(见表1-4)。今年台塑公司4月和年末各有10万t/a装置投产、美国Solutia公司8月25万t/a装置建成，还会增加45万t生产能力。2000年是日本旭化成、三菱化学和韩国东西石油化学、泰光产业等公司的定期检修年，这会缓和对新增能力投产的冲击。
表1-3 1999年世界丙烯腈生产能力(万t/a)国家和地区 生产能力 国家和地区 生产能力 美国 164.2 土耳其 9.0 德国 44 巴西 9.0 意大利 19 南非 7.5 荷兰 18.5 印度 3.0 西班牙 11.5 罗马尼亚 8.0 英国 28.0 保加利亚 4.5 墨西哥 16.5 日本 71.8 韩国 37 俄罗斯 24 中国(总计)38.8 中国台湾省 18.0 合计 532.3 表1-4 世界丙烯腈消费结构(万t)年份 1995 1996 1997 1998 2000 生产能力 463 508 533 545 585 产量 415 437 451 469 507 消费量 415 437 451 469 507 腈纶 231 244 251 260 275 ABS/AS 100 107 110 115 126 其它 84 86 90 94 106 开工率(％)90 86 85 86 87 1.2.2国内生产概况 我国内烯腈生产起步于1968年。八十年代开始，我国丙烯腈工业发展很快，从国外引进技术目前正在运行的生产装置有9套(包括中国台湾省), 总生产能力为58.8万t，加上采用国内技术的生产装置，总生产能力为59.3万t。正在计划建设的生产装置有上海石化公司25万t／a，金陵石化公司6.6万t／a。另外，有不少装置也准备将其生产能力扩大。到2000年，我国丙烯腈总生产能力可达80多万t，其中中国大陆丙烯腈生产能力可达42万～45万t/a，台湾省丙烯脂生产能力为38万t/a。
这样，我国2000年丙烯腈总生产能力将居世界第二位，而仅次于美国。我国丙烯腈生产能力。见表1-5。
表1-5 我国丙烯腈生产能力(万t/a)生产厂家 生产能力 采用技术 备 注 上海石化股份有限公司 5 BP技术 实际可达到7 大庆石化总厂化工一厂 6 BP技术 大庆油田聚合物厂 6 BP技术 齐鲁石化公司丙烯腈厂 4 BP技术 齐鲁石化公司齐胜化工厂 0.5 国内技术 兰化公司石化厂 3.2 BP技术 抚顺石化公司腈纶厂 5 BP技术 计划扩展7 吉化公司化肥厂 6.6 BP技术 安庆石化公司腈纶厂 5 BP技术 台湾CPDC公司 18 BP技术 合计 59.3 1.3我国丙烯腈发展方向 1.4丙烯氨氧化的原理 1.4.1化学反应 在工业生产条件下,丙烯氨氧化反应是一个非均相催化氧化反应: 与此同时,在催化剂表面还发生如下一系列主要的副反应。（1）生成乙腈(ACN)：
（2）生成氢氰酸(HCN)。（3）生成丙烯醛。(4)生成二氧化碳。 上述副反应中,生成乙腈和氢氰酸的反应是主要的。CO2、CO和H2O可以由丙烯直接氧化得到,也可以由丙烯腈、乙腈等再次氧化得到。除上述副反应外,还有生成微量丙酮、丙腈、丙烯酸和乙酸等副反应。
1.4.2 催化剂 丙烯氨氧化所采用的催化剂主要有两类,即Mo系和Sb系催化剂。
（1）Mo系催化剂工业上最早使用的是P-Mo-Bi-O(C-A)催化剂,其代表组成为PBi9Mo12O52。活性组分为MoO3和Bi2O3.Bi的作用是夺取丙烯中的氢,Mo的作用是往丙烯中引入氧或氨。因而是一个双功能催化剂。P是助催化剂,起提高催化剂选择性的作用。这种催化剂要求的反应温度较高(460～490℃),丙烯腈收率60%左右。由于在原料气中需配入大量水蒸气,约为丙烯量的3倍(mol),在反应温度下Mo和Bi因挥发损失严重,催化剂容易失活,而且不易再生,寿命较短,只在工业装置上使用了不足10年就被C-21、C-41等代替。
（2）Sb系催化剂Sb系催化剂在60年代中期用于工业生产,有Sb-U-O、Sb-Sn-O和Sb-Fe-O等。初期使用的Sb-U-O催化剂活性很好,丙烯转化率和丙烯腈收率都较高,但由于具有放射性,废催化剂处理困难,使用几年后已不采用。Sb-Fe-O催化剂由日本化学公司开发成功,即牌号为NB-733A和NB-733B催化剂。据文献报道,催化剂中Fe/Sb比为1∶1(mol),X光衍射测试表明,催化剂的主体是FeSbO4,还有少量的Sb2O4。工业运转结果表明,丙烯腈收率达75%左右,副产乙腈生成量甚少,价格也比较便宜,添加V、Mo、W等可改善该催化剂的耐还原性。
1.4.3 反应机理和动力学 丙烯氨氧化生成丙烯腈的反应机理,目前主要有两种观点。
可简单地用下式表示。
第二部分 生产方案选择 第三部分 工艺流程设计 3.1 丙烯腈工艺流程示意图 3.2小时生产能力 按年工作日300天，丙烯腈损失率3%，设计裕量为6%，年产量为3.5万吨计算，则每天每小时产量：
第四部分 物料衡算和热量衡算 4.1反应器的物料衡算和热量衡算 4.1.1计算依据（1）丙烯腈产量 5307.36kg/h，即F=100.03kmol/h（2）原料组成（摩尔分数）丙烯（C3H6）85%，丙烷（C3H8）15%（3）进反应器的原料配比（摩尔分数）为 C3H6:NH3:O2:H2O=1:1.05:23:3 反应后各产物的单程收率为：
物质 丙烯腈（AN）氰化氢（HCN）乙腈（CAN）丙烯醛（ACL）CO2 摩尔收率 0.6 0.065 0.07 0.007 0.12（4）操作压力 进口：0.203MPa，出口：0.162MPa（5）反应器进口气体温度110℃，反应温度470℃，出口气体温度360℃ 4.1.2 物料衡算（1）反应器进口原料气中各组分的流量 C3H6: C3H8：
NH3：
O2：
H2O：
N2：
（2）反应器出口混合气中各组分的流量 丙烯腈：5307.36kg/h F=100.03kmol/h 乙腈 ：
丙烯醛：
CO2：
HCN：
C3H8：
N2：
O2：
C3H6：
NH3：
H2O：
（3）：反应器物料平衡表 流量和组成 组分 反应器进口 反应器出口 kmol/h kg/h %(mol)%(wt)kmol/h kg/h %(mol)%(wt)C3H6 166.72 7002.10 6.18 9.60 23.02 966.98 0.83 1.32 C3H8 29.42 1294.53 1.09 1.78 29.42 1294.53 1.06 1.78 NH3 175.06 2975.95 6.49 4.08 25.01 425.17 0.90 0.58 O2 383.46 12270.59 14.22 16.82 92.20 2950.40 3.31 4.05 N2 1442.54 40391.12 53.48 55.38 1442.54 40391.12 51.79 55.37 H2O 500.16 9002.88 18.54 12.34 961.48 17306.64 34.52 23.73 丙烯腈（AN）0 0 0 0 100.03 5307.36 3.59 7.28 乙腈（ACN）0 0 0 0 17.51 717.77 0.63 0.98 氰化氢（HCN）0 0 0 0 32.51 877.78 1.17 1.20 丙烯醛（ACL）0 0 0 0 1.17 65.53 0.04 0.09 CO2 0 0 0 0 60.02 2640.84 2.16 3.62 合计 2697.36 72937.17 100 100 2784.91 72944.12 100 100 4.1.3 热量衡算 查阅相关资料获得各物质各物质0～110℃、0～360℃、0～470℃的平均定压比热容 物质 C3H6 H2O AN HCN ACN ACL 0~110℃ 1.841 2.05 2.301 0.941 1.046 1.883 0~360℃ 2.678 3.013 2.636 1.004 1.088 2.008 1.874 1.640 1.933 1.966 1.130 0~470℃ 2.929 3.347 2.939 1.046 1.109 2.092 2.029 1.724 2.10 2.172 1.213（1）浓相段热衡算求浓相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 110℃，反应器入口混合气 470℃，浓相段出口混合气 25℃，反应器入口混合气 25℃，浓相段出口混合气 假设如下热力学途径：
各物质25~t℃平均比热容用0~t℃的平均比热容代替，误差不大 因此: 若热损失取 的5%，则需有浓相段换热装置取出的热量（即换热装置的热负荷）为：
浓相段换热装置产生0.405MPa 的饱和蒸汽（饱和温度143℃）143℃饱和蒸汽焓：
143℃饱和水焓：
所以：
（2）稀相段热衡算求稀相段换热装置的热负荷及产生蒸汽量 以0℃气体为衡算基准 进入稀相段的气体带入热为：
离开稀相段的气体带出热为：
热损失取4%，则稀相段换热装置的热负荷为：
稀相段换热装置产生0.405 的饱和蒸汽，产生的蒸汽量为：
4.2空气饱和塔的物料衡算和热量衡算 4.2.1计算依据(1)入塔空气压力0.263MPa，出塔空气压力0.243MPa(2)空压机入口空气温度30℃，相对温度80％，空压机出口气体温度170℃(3)饱和塔气、液比为152.4(体积比)，饱和度0.81(4)塔顶喷淋液为乙腈解吸塔釜液，温度105℃，组成如下: 组分 AN ACN 氰醇 ACL 水 合计 %（Wt）0.005 0.008 0.0005 0.0002 99.986 100(5)塔顶出口湿空气的成分和量按反应器入口气体的要求为: O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h N2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h H2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h 4.2.2物料衡算（1）进塔空气量 查得30℃，相对湿度80%时空气温含量为0.022kg水气/kg干空气．因此，进塔空气带入的水蒸气量为：
（2）进塔热水量 气、液比为152.4，故进塔喷淋液量为：
塔顶喷淋液105℃的密度为，因此进塔水的质量流量为：
（3）出塔湿空气量 出塔气体中的 O2、N2、H2O的量与反应器入口气体相同，因而：
O2：383.46kmol/h，即12270.59kg/h N2：1442.54 kmol/h，即40391.12 kg/h H2O：500.16kmol/h，即9002.88 kg/h（4）出塔液量 4.2.3热量衡算（1）空气饱和塔出口气体温度 空气饱和塔出口气体中，蒸汽的摩尔分数为：
根据分压定律，蒸汽的实际分压为：
饱和度为0.81，．所以饱和蒸汽分压应为：
查饱和蒸汽表得到对应的饱和温度为90℃，因此，须控制出塔气体温度为90℃．才能保证工艺要求的蒸汽量（2）入塔热水温度 入塔水来自精制工段乙腈解吸塔塔釜，105℃（3）由热衡算求出塔热水温度t 热衡算基准：0℃气态空气，0℃液态水 ①170℃进塔空气带入的热量Q1：
170℃蒸汽焓值为2773.3kJ/kg，干空气在0~l70℃的平均比热容 ②出塔湿空气带出热量Q2 90℃蒸汽焓2660kJ/kg，空气比热容取 ③105℃入塔喷淋液带入热量Q3 ④求出塔热水温度t 出塔热水带出热量: 热损失按5%者，则 热平衡方程Q1+Q3=Q2+Q4+Q损 即12201335.11+70600063.93=28706172.92+639560.93t+4140069.95 解得t=78.11℃ 故，出塔热水温度为78.11℃ 4.3氨中和塔物料衡算和热量衡算 4.3.1计算依据（1）入塔气体流量和组成与反应器出口气体相同（2）在中和塔内全部氨被硫酸吸收，生成硫酸铵（3）新鲜硫酸吸收剂的含量为93％(wt)（4）塔底出口液体(即循环液)的组成如下 组分 水 AN ACN HCN 硫酸 硫酸铵 合计 %（wt）68.53 0.03 0.02 0.016 0.5 30.90 100（5）进塔气温度l80℃，出塔气温度76℃，新鲜硫酸吸收剂温度30℃（6）塔顶压力0.122MPa，塔底压力0.142MPa 图2 氨中和塔局部流程 1—氨中和塔；
2—循环冷却器 4.3.2物料衡算（1）排出的废液量及其组成 进塔气中含有 425.17kg/h的氨，在塔内被硫酸吸收生成硫酸铵 氨和硫酸反应的方程式： 的生成量，即需要连续排出的的流量为：
塔底排出液中,(NH4)2SO4的含量为30.9%（wt），因此，排放的废液量为: 排放的废液中．各组分的量: H2O：
AN：
CAN：
HCN：
H2SO4：
(NH4)2SO4：
（2）需补充的新鲜吸收剂（93%的H2SO4）的量为：
（3）出塔气体中各组分的量 C3H6：966.98kg/h=23.02kmol/h C3H8: 1294.53kg/h=29.42kmol/h O2：2950.40kg/h=92.20kmol/h N2：40391.12kg/h=1442.54kmol/h AN：5307.36-0.12=5307.24kg/h=100.02kmol/h ACN：717.77-0.08=717.69kg/h=17.50kmol/h ACL：65.53kg/h=1.17kmol/h HCN：877.78-0.06=877.72kg/h=32.51kmol/h CO2：2640.84kg/h=60.02kmol/h H2O：17306.64+1346.45×0.07-3660.83=13740.06kg/h=763.34kmol/h 4.3.3热量衡算（1）出塔气体温度 塔顶气体中实际蒸汽分压为：
PH2O=yH2OP=0.298×0.122=0.0364MPa 设饱和度为0.98，则与出塔气体温度平衡的饱和蒸汽分压为：
入塔喷淋液的硫酸铵含量为：
已知硫酸铵上方的饱和蒸汽压如表 含 量 温 度 40 45 50 70 0.02796 0.02756 0.02716 80 0.04252 0.0419 0.04129 90 0.0629 0.06199 0.06109 根据入塔喷淋液的硫酸铵含量和PH2O的值，内插得到出：
塔气的温度为76.7℃（2）入塔喷淋液温度 入塔喷淋液温度比气体出口温度低6.7℃，故为70℃（3）塔釜排出液温度 yH2O=0.3452 入塔气水蒸汽分压：PH2O=yH2OP=0.3452×0.142=0.049MPa 在釜液(NH4)2SO4含量()下溶液上方的饱和蒸汽分压等于0.049MPa时的釜液温度即为釜液的饱和温度，用内插法从表中得到，饱和温度为83.53℃，设塔釜液温度比饱和温度低2.53℃ 即81℃。又查硫酸铵的溶解度数据得知，80℃时．每100g水能溶解95.3g硫酸铵，而釜液的硫酸铵含量为()，所以釜液温度控制81℃不会有硫酸铵结晶析出。
（4）热衡算求循环冷却器的热负荷和冷却水用量 作图3.3的虚线方框列热平衡方程得 图3 氨中和塔的热量衡算 1—氨中和塔；
2—循环冷却器 Q1+Q3+Q4+Q5+Q6+Q8=Q2+Q7+Q9 ①入塔气体带入热 入塔气体带入热量Q1=2.53×106kJ/h ②出塔气体带出热 各组分在0～76.7℃的平均比热容的值如下 组分 C3H6 C3H8 02 N2 H2O AN HCN ACN ACL CO2 1.715 1.966 0.9414 1.046 1.883 1.347 1.393 1.406 1.343 0.921 Q2=(966.98×1.715+1294.53×1.966+2950.4×0.9414+40391.12×1.046+13740.06×1.883+1.347×5307.24+1.393×877.72+1.406×717.69+1.343×65.53+0.921×2640.84)×(76.7-0)=87003.38×76.7 =6673159kJ/h ③蒸汽在塔内冷凝放热 蒸汽在塔内的冷凝量=进塔气体带入蒸汽-出口气带出蒸汽 =17306.64-13740.06 =3566.58kg/h 蒸汽的冷凝热为2246.6kJ/kg Q3=3566.58×2246.6=8012678.63kJ/h ④有机物冷凝放热 AN的冷凝量1.60kg/h，其冷凝热为 615kJ/kg ACN的冷凝量1.07kg/h，其冷凝热为 728kJ/kg HCN的冷凝量0.85kg/h，其冷凝热为878.6kJ/kg Q4=1.6×615+1.07×728+0.85×878.6=2509.77kg/h ⑤氨中和放热 每生成1mol硫酸铵放热273.8kJ ⑥硫酸稀释放热 硫酸的稀释热为749kJ/kg Q6=0.93×1346.45×749=937896.68kJ/h ⑦塔釜排放的废液带出热量 塔釜排放的废液中，H2O与的(NH4)2SO4的摩尔比为，查氮肥设计手册得此组成的硫酸铵水溶液比热容为 Q7=5341.94×3.347×(80-0)=1430357.85kJ/h ⑧新鲜吸收剂带入热 的比热容为 Q8=1346.45×1.603×(30-0)=64750.78kJ/h ⑨循环冷却器热负荷 因操作温度不高，忽略热损失 把有关数据代入热平衡方程有：
解得：
⑩循环冷却器的冷却水用量 设循环冷却器循环水上水温度32℃，排水温度36℃ 则冷却水量为：
（5）循环液量 循环液流量受入塔喷淋液温度的限制，70℃循环液的比热容为，循环液与新鲜吸收液混合后的喷淋液比热容为 设循环液流量为m kg/h，循环冷却器出口循环液温度t℃ 对新鲜暖收剂与循环液汇合处(附图中A点)列热平衡方程得：
m×3.368t+9267=(m+192.7)×3.364×70(1)对循环冷却器列热平衡得: m×3.347×81－m×3.368t=6868188.01(2)联解式(1)(2)得：m=193942.26kg/h 4.4换热器物料衡算和热量衡算 换热器 AN溶液去精制 AN溶液来自水吸收塔 气体来自氨中和塔 气液混合物去水吸收塔 4.4.1计算依据 进口气体76.7℃，组成和流量与氨中和塔出口气相同 出口气体温度40℃，操作压力115.5kPa 4.4.2物料衡算 进口气组成及流量如下 组分 流量 C3H6 23.02kmol/h C3H8 29.42kmol/h O2 92.20kmol/h N2 1442.54kmol/h AN 100.02kmol/h ACN 17.50kmol/h ACL 1.17kmol/h HCN 32.51kmol/h CO2 60.02kmol/h H2O 763.34kmol/h 合计 2561.74kmol/h 出口气体温度40℃，40℃饱和蒸汽压力为 设出口气体中含有x kmol/h的蒸汽，根据分压定律有：
解得 x=122.67kmol/h=2208kg/h 故，蒸汽的冷凝量为13740.06-2208=11532.06kg/h 因此得到换热器气体方(壳方)的物料平衡如下：
组分 流 量 Kmol/h C3H6 C3H8 H2O O2 N2 AN ACN HCN ACL CO2 冷凝水 合计 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 640.7 2561.7 4.4.3热量衡算（1）换热器入口气体带入热（等于氨中和塔出口气体带出热）Q1=6673159kJ/h（2）蒸汽冷凝放出热 40℃水汽化热为2401.1kJ／kg Q2=11532.06×2401.1=27689629.27kJ/h（3）冷凝液带出热 Q3=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h（4）出口气体带出热 出口气体各组分在0～40℃的平均摩尔热容为：
组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 Q4=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41kJ/h（5）热衡算求换热器热负荷平衡方程：Q1+Q2=Q3+Q4+Q5 代入数据求得：Q5=29844316.3kJ/h 4.5水吸收塔物料衡算和热量衡算 4.5.1计算依据 水吸收塔的局部流程（1）入塔气流量和组成与换热器出口相同（2）入塔器温度40℃，压力112Kpa；
出塔气温度10℃，压力101Kpa（3）入塔吸收液温度5℃（4）出塔AN溶液中含AN 1.8%（wt）4.5.2物料衡算（1）进塔物料（包括气体和凝水）的组成和流量与换热器出口相同 进口气量=23×42+29.4×44+122.7×18+92.2×32+1442.5×28+100×53+17.5×41+32.51×27+1.17×56+60×44=57409.39kg/h（2）出塔气的组成和量 出塔干气含有：C3H6 23kmol/h =966kg/h C3H8 29.4kmol/h=1293.6kg/h O2 92.2kmol/h=2950.4kg/h N2 1442.5kmol/h=40390kg/h CO2 6.7kmol/h=294.8kg/h 10℃水的饱和蒸汽压，总压P=101325pa 出塔器中干气总量=23+29.4+92.2+1442.5+ 6.7=1593.8kmol/h 出塔气中含有蒸汽的量按分压定律求得，计算如下：
出塔气总量为：966+1293.6+2950.4+40390+294.8=45894.8kg/h（3）塔顶加入的吸收水量 ①出塔AN溶液总量 出塔AN溶液中，AN为1.8%（wt），AN的量为5307.36kg/h，因此，出塔AN溶液总量为5307.36/0.018=294853.33kg/h ②塔顶加入的吸收水量 作水吸收塔的总质量衡算得：
入塔吸收液量=塔底AN溶液量+出塔气体总量－入塔气量－凝水量 =294853.33+45894.8－57409.39－11532.06 =271806.68kg/h（4）塔底AN溶液的组成和量 AN、ACN、HCN、ACL全部被水吸收，因为塔底AN溶液中的AN、CAN、HCN、ACL的量与进塔气、液混合物相同，AN溶液中的水量按全塔水平衡求出 AN溶液中的水量=塔顶加入水+进塔气液混合物中的水-出塔气带出的水 =271806.68+763.34×18-351.95 =285194.85kg/h（5）水吸收塔平衡如下: 入塔气 组分 C3H6 C3H8 H2O O2 N2 AN ACN HCN ACL CO2 合计 流 量Kmol/h 23.0 29.4 122.7 92.2 1442.5 100 17.50 32.51 1.17 60.0 1921 含量 0.052 0.0091 0.0169 0.0006 1 出塔气 流量 23.0 29.4 18.82 92.2 1442.5 0 0 0 0 60.0 1666（6）检验前面AN、ACN、ACL、HCN全部溶于水的假设的正确性 因系统压力小于1Mpa，气相可视为理想气体，AN、ACN、ACL、HCN的量相对于水很小，故溶液为稀溶液．系统服从亨利定律和分压定律。压力和含量的关系为：
或 塔底排出液的温度为15℃(见后面的热衡算)查得15℃时ACN、HCN、ACL和AN的亨利系数E值为：
AN E=810kPa ACL E=444.4kPa ACN E=405.3kPa HCN E=1824kPa ①AN 塔底ＰAN=0.052×112=5.82kPa 从以上计算可看出，溶液未饱和 ②ACL ＰACL=0.0006×112=0.0672kPa，溶液未达饱和 ③ACN ＰACN=0.0091×112=1.0192kPa，溶液未达饱和 ④HCN ＰHCN=0.0169×112=1.8928kPa 从计算结果可知，在吸收塔的下部，对HCN的吸收推动力为负值，但若吸收塔足够高，仍可使塔顶出口气体中HCN的含量达到要求 4.5.3 热量衡算（1）入塔气带入热 各组分在0～40℃的平均摩尔热容如下：
组分 C3H6 C3H8 O2 N2 H2O AN ACN HCN ACL CO2 61.92 72.38 29.46 29.29 36.75 63.35 52.09 62.76 65.61 38.66 Q1=（23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×122.7+92.2×29.46+1442.5×29.29+63.35×100+17.50×52.09+32.51×62.76+1.17×65.61 +60.0×38.66）×(40-0)=2588466.41 kJ/h（2）入塔冷凝水带入热 Q2=11532.06×4.184×(40-0)=1930005.56kJ/h（3）出塔气带出热 Q3=(23.0×61.92+29.4×72.38 +36.75×18.82+92.2×29.46+1442.5×29.29+60.0×38.66)(10-0)=515304kJ/h（4）吸收水带入热 Q4=271806.68×4.184×(5-0)=5686195.75kJ/h（5）出塔AN溶液带出热 溶液中各组分的液体摩尔热容如下：
组分 75.3 121.1 107.3 71.55 123.8 Q5=（15844.16×75.3+100×121.1+17.5×107.3+32.51×71.55+1.17×123.8）×t =1209523.81t（6）水冷凝放热 水冷凝量=2208.6－351.95=1856.65kg/h 水的冷凝热为2256kJ/kg，故Q6=4188602.4kJ/h（7）AN、ACN、ACL、HCN等气体的溶解放热 溶解热=冷凝放热+液-液互溶放热=冷凝热 AN、ACN、ACL、HCN的冷凝热数据如下：
组分 AN ACN ACL HCN 610.9 765.7 493.7 937.2 Q7=610.9×5307.24+765.7× 717.69+493.7×65.53+937.2×877.72 =4646679.5kJ/h（8）热衡算求出塔液温度t 热平衡方程 ：Q1+Q2+Q4+Q6+Q7=Q3+Q5 代人数据得 2588466.41+1930005.56+5686195.75+4188602.4+4646679.5=515304+1209523.81t 解得 t=15.32℃ 4.6空气水饱和塔釜液槽 4.6.1计算依据 空气饱和塔液体进、出口流量和出口液体的温度由空气饱和塔物料和热衡算确定；
去水吸收塔的液体流量由水吸收塔物料衡算的确定，见本文相关部分计算；
排污量按乙腈解吸塔来的塔釜液量的15%考虑；
乙腈解吸塔塔釜液量和去萃取解吸塔的液体量由精制系统的物料衡算确定。
4.6.2物料衡算 （1）进料 ①乙腈解吸塔釜液入槽量=-160703.05= ②空气饱和塔塔底液入槽量=152858.73-= ③入槽软水量xkg/h（2）出料 ①去水吸收塔液体量 ②去萃取解吸塔液体量 作釜液槽的总质量平衡得 解得 4.6.3热量衡算（1）入槽乙腈解吸塔釜液带入热
第四篇：管式炉蒸氨在宁钢焦化厂的应用
宝钢技术2010年第4期
管式炉法无蒸汽蒸氨新工艺在宁钢的实践
王玉萍,曹友宝，卢元俭
(宁波钢铁有限公司焦化厂 浙江 宁波15807)摘要: 宁波钢铁五丰塘焦化厂应用了一种新的节能环保技术,即管式炉法无蒸汽蒸氨生产技术。该技术利用煤气在管式炉中加热蒸氨废水。再回到蒸氨塔内进行闪蒸,产生蒸汽,实现蒸氨过程。通过此方法可以不再使用直接蒸汽,避免了蒸汽蒸馏中废水的增加。项目投产后,各项参数运行稳定,产品质量指标合格,年减少污水约10万t,年经济效益647万元。
前 言
焦化厂的污水主要包括剩余氨水、粗苯分离水、煤气水封冷凝水、部分地面收集水和直接蒸汽冷凝水等,其中80%以上为配煤所含水分和炼焦时生成的剩余氨水。该水中含有多种化合物(如酚、氨、硫化物、氰化物、油类及机械杂质等),其成分复杂,处理难度大,处理设备易腐蚀。传统的焦化厂多采用直接蒸汽馏法处理含多种废水的剩余氨水,工艺相对落后,蒸氨效率低、能耗高、操作环境差,且每处理1t废水需要使用约300kg蒸汽,会多产生约300kg废水。在生产过程中通入的是蒸汽,排出的是冷凝下来的废水,能源使用很不合理。因此,研究开发新蒸氨工艺技术,提高焦化行业化产生产水平,实现高效、低耗、清洁节能生产意义重大。目前在用的蒸氨工艺主要有:蒸汽法蒸氨和无蒸汽法蒸氨,其中无蒸汽法蒸氨又以济钢焦化厂为代表的导热油法蒸氨和目前宁钢使用的管式炉法蒸氨工艺为主。
1、蒸氨工艺简介 1.1蒸汽法蒸氨工艺
冷鼓工段送来的剩余氨水经过废水换热器与废水换热后,进入蒸氨塔上部；从塔底向塔内送入蒸汽作为热源和塔内的气相介质,使剩余氨水在塔内蒸馏进行氨的分离；塔顶设分缩器实现塔内回流,提高塔顶氨气质量。
工艺流程见图1。
1.2导热油法无蒸汽蒸氨工艺
冷鼓送来的剩余氨水,经过烟道气换热、废水换热器换热后,进入蒸氨塔上部。塔底的部分废水进入再沸器,在再沸器内与导热油进行换热,用导热油加热后的水蒸汽返回蒸氨塔底作为热源,其余废水进入废水槽送出。导热油的生产工艺为:经过滤器滤除杂质后,新导热油经补油泵、膨胀槽、导热油循环泵送到加热油炉,在加热油炉内被加温后送至蒸氨再沸器,温度降低后由回油总管经脱除杂质及轻组分后回导热油循环泵而完成一个循环过程。该流程不使用直接蒸汽,利用导热油加热废水产生的蒸汽蒸馏,节省蒸汽,减少废水产生,导热油闭路循环,供热稳定,基本实现了清洁生产。工艺流程见图2。
1.3管式炉法无蒸汽蒸氨工艺
冷鼓工段送来的剩余氨水经过废水换热器与废水换热后,进入蒸氨塔上部。塔底设蒸氨废水循环泵将塔底的蒸氨废水送入管式炉内,在管式炉内加热后的废水进入塔底的闪蒸水槽,进行一次闪蒸,形成蒸汽作为塔的热源。液相循环使用,多余的作为处理后废水外排。工艺流程见图3。
2、宁钢管式炉法蒸氨工艺特点：
(1)以煤气代替蒸汽加热实现无直接蒸汽蒸氨。管式炉法工艺首先以焦炉煤气为燃料,加热蒸氨废水,提高废水温度,以废水在蒸氨塔内闪蒸形成蒸汽,从而避免工艺过程废水的产生,提高焦化厂清洁生产的水平,并解决了蒸氨能耗高、生产不稳定、废水量大和环境污染问题。
(2)利用煤气直接加热蒸氨废水,简化能源使用流程,使能源利用率得以提高。相比传统的蒸汽法蒸氨和导热油法蒸氨,管式炉法利用能源更直接,能源利用流程更简化,利用率更高。
(3)利用带蒸发水槽的蒸氨塔。为确保加热后的过热水能够顺利地在塔内形成蒸汽,在塔底设置了蒸发水槽,增大了蒸发面积,确保了蒸发过程中形成足够的蒸汽。(4)管式炉进液采用高进低出的设计思路。随着废水在炉管内的加热,废水的气化率会增加。为减少因废水气化造成对炉管的腐蚀,采用上进下出,利用位差增加热水的压力,减小废水在炉管内的气化率。
3、管式炉法蒸氨与传统蒸氨工艺相比的优缺点：
(1)环保效益:由于管式炉利用煤气加热蒸氨废水在塔内闪蒸形成蒸汽,避免了蒸汽直接蒸氨时蒸汽冷凝废水的产生。采用无蒸汽蒸氨后每小时可为宁钢焦化厂减少污水产生量11.4,t年降低污水产生量约10万t。
(2)直接经济效益:宁钢焦化厂蒸氨处理量按38t/h,蒸汽价格按120元/,t年生产时间按8760h计,每年可减少蒸汽使用量99864,t节省蒸汽消耗1198.4万元,减少蒸氨废水99864,t降低废水处理及外排水费用149.8万元(按照废水处理综合费用为15元t进行计算)。
(3)运行成本费用:年消耗煤气费用约665.76万元(按照950m3/h的煤气耗量,焦炉煤气单价按照0.8元/m3进行计算),增加电耗约35.3万元(90kW循环水泵,按照0.7的利用系数,电费按照0.64元/kWh)。因此,110万t管式炉蒸氨工艺年总经济效益达到了647万元。如果按照设计的220万t焦炭规模,管式炉的能力发挥得更好,其煤气消耗将会进一步降低。
(4)管式炉法与导热油法相比,都是利用煤气加热介质,管式炉法蒸氨节省了利用导热油作为二次换热的介质,降低了多次换热过程中的损失,使用更直接,流程更简单,操作难度更低。(5)操作稳定性:传统的蒸汽法蒸氨,因为蒸汽管网泄漏或检修等诸多原因,蒸氨被迫进行停工,造成操作强度加大,同时因为蒸氨的检修也给后续的酚氰带来生产的不均衡。利用煤气加热蒸氨废水后,稳定性大大加强,异常停工的次数大大减少。
4、结论：蒸氨新工艺比传统工艺少耗蒸汽量11.4t/h,少产生污水11.4t/h；年可节约蒸汽99864,t少产生污水99864t/a；降低能源消耗费用35%以上,节省标准煤4021,t节省了处理费用；污水处理站节省的处理能力用于处理其他工序污水,节省了工程造价；减轻了环境污染,职工操作环境得到改善，初步测算增加效益为647万元/a。对于目前推行低碳经济的时代,管式炉法蒸氨工艺节能效果显著,非常值得推广。
第五篇：年产25万吨甲醛生产工艺设计
年产25万吨甲醛生产工艺设计
摘要 本设计为年产25万吨37%甲醛水溶液的生产工艺初步设计，本设计采用银催化法工艺，根据设计要求对工艺流程进行了选择与论证，对整个装置进行了物料与能量的衡算，对主要设备和管道进行了设计及选型，同时对本装置的安全生产与“三废”治理作了相关讨论并进行经济的初步核算。
本设计配有设计说明书一本，附图4张。说明书包括1：总论；2：工艺流程的选择及论证；3：年产25万吨37%甲醛水溶液工艺计算；4：非标准设备的计算及定性设备的选型；5：工艺管道计算；6：安全以及“三废”治理；7：技术经济初步核算。图纸包括：1 带控制点的工艺管道及工艺流程图；2 氧化器装配图；3 装置平面图；4 装置立面图。
关键词 甲醛 甲醇 氧化 工艺 电解银
The manufacturing process of Formaldehyde 250000 tons per year
Abstract:The design is primary for the manufacturing process of formaldehyde 250000 tons per year,and adopts Ag as catalyst According to the design,the craft production way of formaldehyde was selected and the technology was investiged.The main equipments and pipes were designed or selected.At the sane time,safely producing and dealing with”three waste “were argued and technology economic was originally estimated.The design consists of an instruction book and a series of diagram.The instruction book includes:1.Introduction.2.Choice and demonstration of the technological process.3.250000 tons per year 37% formaldehyde crafts for production were designde.4.It is not a selecting type of the equipment of calculation and finalizing the design of the standard device.5.Thecraft pipeline calculating.6.Security and abatement of”three waste”.7.Economic initial estimate of technoligy.The diagram include:1.The pipeline of the device and process flow sheet with controlled piot.2.Assemblage chart of the oxidator.3.Plane figure of the device.4.The blueprints of factory.Key words:formaldehyde;Methanol;Oxidation;Technology;Electrolysis Silver
目录
前言 5 1 绪论 6 1.1 我国甲醛工业的发展过程 6 1.1.1 起步阶段 6 1.1.2 发展阶段 6 1.1.3 快速增长阶段 6 1.2 我国甲醛工业的现状 7 1.2.1 生产工艺 7 1.2.2 生产能力和产量 7 1.2.3 技术指标 7 1.3 影响我国甲醛价格的主要因素 9 1.3.1 生产成本 9 1.3.2 下游需求状况 9 1.3.3 地区差异 9 1.4 产品说明 9 1.4.1 产品名称 9 1.4.2 产品性质 9 1.5 产品用途 11 1.6 原材料说明 11 1.7 甲醛工业的发展趋势 12 1.7.1 改进催化剂的性能 12 1.7.2 高浓度甲醛工艺发展趋势 12 1.7.3 设备集约化 12 1.7.4 规模大型化 12 1.7.5 产品简介 12 1.8 甲醛的主要技术指标 13 2 合成方法及生产技术比较 13 2.1 甲醛的合成方法 13 2.1.1 银催化剂法 13 2.1.2 铁钼催化剂法 13 2.1.3 甲缩醛氧化法 13 2.1.4 二甲醚氧化法 14 2.1.5 低碳烷烃直接氧化法 14 2.2 生产工艺比较 14 2.2.1 工艺技术比较 15 2.2.2 银催化剂法和铁钼催化剂法的特点的比较2.3 国内外甲醛装置能耗比较 15 3 工艺流程介绍 16 3.1 流程说明 16 3.2 生产工艺影响因素 17 3.2.1 反应器的结构与状态 17 3.2.2 催化剂的性能和状态 17 3.2.3 反应温度 18 3.2.4 氧醇比 18 3.2.5 水醇比 18 3.2.6 停留时间和空间速度 18 3.2.7反应压力 19 3.2.8 原料混合气的纯度 19 3.3 主要工艺指标 19 安全与“三废”处理 21 4.1工艺物料特性及防护措施 21 4.2 三废处理 21 4.2.1 废气处理 21 4.2.2 废水处理 22 4.2.3噪声防治 22
结束语 23 主要参考文献 24
前言
甲醛是重要的有机化工基础原料，是甲醇最重要的衍生物产品之一，甲醛的用途十分广泛，主要用于生产脲醛、酚醛、聚甲醛和三聚氰胺等，也用于生产医药产品、农药和染料以及消毒剂、杀菌剂、防腐剂等。目前甲酴的生产均采用甲醇为原料，银催化剂，经空气氧化得到，其浓度为37%左右，其余为水，含甲醛40%、甲醛80%的水溶液叫做福尔马林，是常用的杀菌剂和防腐剂。
甲醛是脂肪族中的最简单的醛，化学性质十分活泼。甲醛最早由俄国化学家A.M.Butlerov于1895年通过亚甲基二乙酯水解制得。1868年，A.M.Hoffmann使用铂催化剂，用空气氧化甲醇合成了甲醛，并且确定了它的化学特性。1886年Loews使用铜催化剂和1910年Blank使用银催化剂使甲醛实现了工业化生产。1910年，由于酚醛树脂的开发成功，使甲醛工业得到了迅猛的发展。
随着甲醛工业生产的不断扩大和甲醛产品的深入研究，其生产工艺的日渐完善，对甲醛生产设备的要求也在不断提高。工业甲醛生产典型的有机合成工艺，在我国已有近五十年的历史。我国的甲醛生产技术无论在装置技术、催化剂的改进、还是余热利用方面都已有了长足的进步，其主要技术经济指标已过到国际上同类生产工艺先进水平。
从我国甲醛的生产现状看，结合毕业实习的相关内容，此设计采用的是银催化剂氧化生产甲醛的生产工艺流程。在整个设计过程中，按照设计任务书的要求，对年产3万吨甲醛装置进行了完整的物料衡算与热量衡算，对工艺过程中的主要设备进行了较为详细的工艺计算，同时也对装置的技术经济状况进行了初步估计。
由于本人能力有限，加上时间较为仓促，在整个设计中难免有错误和不足之处，敬请老师和同行批评指正。绪论
1.1 我国甲醛工业的发展过程 1.1.1 起步阶段
20世纪50-60年代，以浮石银作催化剂的银法生产甲醛是我国甲醛工业的起步阶段。我国第一套甲醛生产装置是1956年9月由前苏联专家设计指导在上海溶剂厂兴建，设计能力仅为0.3万吨/年，采用浮石银作催化剂。1957年-1959年吉林化肥厂等三家企业相继建立了甲醛生产装置，上海溶液剂厂也将0.3万吨/年的装置扩大到1万吨/年。但到50年代末，我国工业甲醛的生产量仍然还不足4万吨（37%CH2O），产品主要用于生产乌洛托品等。
1965年-1969年，由于合成纤维和木材加工工业的发展，甲醛需求量增加，北京维尼纶厂、苏州助剂厂等一批采用浮石银作催化剂的甲醛生产装置先后投产，到60年代末生产厂达到10家，总生产能力扩大到10万吨/年。60年代后期由于开发聚甲醛树脂等对浓甲醛的需要，又自行开发了“铁钼氧化物”催化剂，吉林石井沟联合化工厂、安阳塑料厂先后采用“铁钼氧化物” 催化剂生产甲醛，但由于催化剂性能不佳和工艺落后以及安全性差等原因未能长期生产。1.1.2 发展阶段
上世界70-80年代的以电解银催化剂为主体的银法生产甲醛是我国甲醛工业日趋成熟的发展阶段。
20世纪70年代以后，我国甲醛工业无论在产能、生产技术还是在设备、节能和自动控制等方面都有了较大的改进和提高。随着反应热和尾气的燃烧热的利用，使甲醛生产装置由原来的“耗汽型”变成为“不耗汽型”或“外供蒸汽型”装置，至70年代末我国甲醛工业的产量接近40万吨/年。
20世纪80年代以后，由于木材加工业和甲醛下游产品发展的需要，我国甲醛工业又有了较大的发展，至80年代末生产甲醛厂家达51家，总生产能力超过80万吨/年。1.1.3 快速增长阶段
20世纪90年代至今的银法生产甲醛和铁钼法生产甲醛同时发展是我国甲醛工业快速增长阶段。20世纪90年代，特别是90年代中后期，由于我国经济的快速发展，木材加工业、建材业、塑料工业的社会需求量的大幅度增加和小氮肥厂的转产等因素，我国甲醛工业进入快速增长时期，1990年-1999年的10年中，总生产能力翻了近3倍。在这一阶段国内多家企业从国外引进以铁钼氧化物作催化剂的铁钼催化法的甲醛生产装置，逐渐使我国铁钼催化法甲醛装置达到了国际同类装置的先进水平。与此同时，我国银催化法的甲醛装置也有了快速的发展。反应器等关键设备不断地得到改进，银催化剂的制备和应用也有了新的提高，原料甲醇单耗有了进一步的下降，生产控制技术也有了长足的进步，原料甲醛单耗又有了进一步的下降，装置规模趋向大型化，国内最大、世界第二的年产16万吨/年单套甲醛装置于2000在河北凯跃化工集团有限公司建成投产。
进入21世纪，我国甲醛工业仍保持持续发展的势头，2002年总生产能力已超过700万吨。迄今，总生产能力已超过840万吨/年（以37%HCHO计）。1.2 我国甲醛工业的现状 1.2.1 生产工艺
以甲醇为原料生产甲醛的工艺按催化剂的不同，分为银法和铁钼法两种不同的生产工艺。银法甲醛生产工艺中又有生产37%甲醛的传统银法和生产浓甲醛的废气循环法、尾气循环法及以本征控制技术为核心的大型甲醛生产新工艺等。在甲醇、水、空气所组成的原料混合气的配制工艺中又有浓甲醇蒸发后配制水蒸汽和甲醇、水配制后蒸发两种工艺；而吸收部分则有单塔吸收、双塔吸收和多塔吸收以及并流吸收等多种流程。此外，在装置的余热利用上又有多种形式的工艺流程，使装置的能量得到充分的合理利用。1.2.2 生产能力和产量
我国工业甲醛的生产能力近十年内有很大的增长，据不完全统计，我国现有甲醛生产装置约380套，装置总能力超过720万吨，已居世界首位。目前我国银法装置的生产能力仍占绝大部分。铁钼法装置仅有10套，合计生产能力仅占国内生产能力的5%左右。从总体看，我国工业甲醛的单套装置能力较为偏小，平均仅为2万吨/套，最小的只有0.5万吨/套。其中，铁钼法中最大为8万吨/套，最小为1.5万吨/套；银法中最大为16万吨，最小为0.5万吨/套。由于我国甲醛工业总体发展较快，而下游衍生产品的发展和市场容量的扩大相对较慢，致使总体开工率却不高，现已从早期的80%左右降到50%左右，有的装置还常年处于停工状态。从表1—1中可以看出，我国甲醛生产厂家现主要集中在山东、广东、河北、江苏等地区。其中华北地区（包括山东、河北、天津、北京、山西五省市）的生产能力约占全国总生产能力的1/3，而西北地区的生产能力很小，还不到全国的1%。目前山东省是全国最大的甲醛生产地区，生产能力约117万吨/年；其次是河北地区（包括天津市和北京市），生产能力约89.5万吨/年；江苏省排名第三，生产能力约88万吨/年；第四位是广东省，生产能力约86万吨/年。
1.2.3 技术指标
（1）产品规格
多年来，我国生产的工业甲醛都是单一的37%（wt）浓度的水溶液，使用中存在浓度低、运输费用高和影响某些下游产品的加工性能及废水处理等问题。近年来，随着甲醛下游产品的发展和“铁钼法”生产甲醛技术的引进，甲醛产品的规格品种已开始向多种化工方向发展，现根据需要，可生产除37%（wt）浓度以外的37%-55%（wt）浓度的多种甲醛产品供应市场。
（2）产品质量
由于历史的原因，目前我国工业甲醛执行的产品标准仍是以37%（wt）浓度的产品，我国工业甲醛（37%）的质量大部分都达到优极品标准，有的还根据用户和自身的要求，严格控制酸度和甲醇含量等标准。但企业间仍存在一定的差异，少数企业优极品率低，质量波 动较大。
1.3 影响我国甲醛价格的主要因素
近些年来我国甲醛行业发展很快，每年产销量增长速度都在10%以上，2004年我国甲醛产销量已突破了480万吨大关。脲醛树脂是甲醛行业最主要的下游产品，约占甲醛总消费量的60%以上，市场前景可观。近几年，我国甲醛市场的价格变化比较大，总体来看，呈现一种上升走势。2001年为800元/吨，2002年为850元/吨，2003年上涨幅度很大，达到了1200元，2004年为1250元/吨。影响甲醛价格主要有以下三个因素：
1.3.1 生产成本。构成甲醛生产成本的有原料（甲醇）、电、水、催化剂、设备维护、人工及管理费用等，其中原料甲醇是最主要的生产成本，约占甲醛生产总成本的90%左右。这几年甲醛价格在不断上涨，其中一个重要原因就是甲醇价格的上涨。2001年的甲醇价格为1200元/吨，2002年不到1300元/吨，2003年2100元/吨，2004年为2200元/吨。可以看出，甲醛价格与甲醇价格基本上呈现一种线性关系。
1.3.2 下游需求状况。甲醛下游产品的需求量增长较快，拉动了甲醛产量的增大，但由于下游产品的价格相对较稳定，上升幅度小，在一定程度上制约了甲醛价格的提高。
1.3.3 地区差异。甲醛单位价值不太高，不适宜于长途运输，否则运费太贵，不合算，所以甲醛基本上是就地产销的产品，呈现明显的地域特征，各地区之间的价格差异比较大。目前来看，河北、山东等地的甲醛价格比较低，出厂价在1100~1200无左右的水平，而福建、广西、四川、重庆等地，甲醛价格相对较高，出厂价在1350~1500元左右的水平。1.4 产品说明
1.4.1 产品名称：甲醛 化学分子式：HCHO 分子量：30.03 1.4.2 产品性质 A.物理性质
甲醛又称蚁醛，是无色有强烈刺激性气味的气体，对空气的比重为1.06，略重于空气，易溶于水、醇和醚，甲醛在常温下是气态，通常以水溶液形式出现。其30%~40%的水溶液为福尔马林液，此溶液沸点为19℃。故在室温时极易挥发，随着温度的上升挥发速度加快。甲醛易聚合成多聚甲醛，其受热易发生解聚作用，并在室温下可缓慢释放甲醛。
表1-2 甲醛的物理性质 计量单位:见表 项目
数值
密度(g/cm3)
-80℃
0.9151-20℃
0.8153 沸点(101.3kPa)/℃
-19 熔点℃
-118 汽化热(19℃)/(kj/mol)23 生成热(25℃)/(kj/mol)-116 标准自由能(25℃)/(kj/mol)-109.7 比热容J/(mol.k)35.2 熵J/(mol.k)218.6 燃烧热(kj/mol)561～569 临界温度℃
137.2～141.2 临界压力Mpa 6.81～6.66 空气中爆炸极限% 7.0～73 着火点℃
430
B.化学性质
甲醛分子中含有醛基，具有典型的醛类的化学性质，同时又含有羰基碳原子键合的较为活泼的α-H，使甲醛的化学性质十分活泼，能参加与多种化学反应。在此只介绍几种重要的化学反应。
（1）加成反应
1）在有机溶剂中，甲醛与烯烃在酸催化下发生加成反应，通过这种反应，可由单制备双烯烃，并增加一个碳原子，例如甲醛与异丁烯反应得到异戊二烯。
2）在乙炔酮、乙炔银和乙炔汞催化剂存在下，单取代乙炔化合物与甲醛加成生成炔属醇（Reppe反应）。对乙炔来说，加上2mol甲醛，生成2-丁炔-1，4-二醇，2-丁炔-1，4-二醇进一步加氢生成重要的化学1，4-丁二醇。
3）在碱性溶液中，甲醛和氰化氢反应生成氰基甲醇。
（2）缩合反应
甲醇除自身外，能各多种醛、醇、酚、胺等化合物发生缩合反应。缩合反应是甲醛最重要的化学反应。
1）甲醛能发生自缩合反应，生成三聚甲醛或多聚甲醛。60%浓甲醛溶液在室温下长期放置就能自动聚合成三分子的环状聚合物。
2）在NaOH溶液中，甲醛自身缩合生成羟基乙醛。HOCH3CHO它能进一步快速与甲醛缩合生成碳水化合物，俗称Formose反应。
3）甲醛聚糖反应是已知的唯一一步合成碳水化合物的方法，它在生成物多元醇和甲醛生物工程利用中具有潜在的重要意义。在RhCl(Ph3P)和叔胺催化体系的作用下，在120℃3~12Mpa的条件下甲醛与合成气反应生成贩丙糖、戊糖和己糖。
4）在碱性催化剂作用下，甲醛和酚首先发生加成反应。生成多羟基苯酚，生成多羟基苯酚受热后，可进一步缩合脱水，生成酚醛树脂。
5）甲醛很容易和氨及胺发生缩合反应，生成链状或环状化合物。甲醛和氨在20~30℃条件下缩合生成六亚甲基四胺，俗称乌洛托品。
（3）分解反应
纯的、干燥的甲醛气体能在80~100℃的条件下稳定存在，在300℃以下时，中醛发生缓慢分解为CO和H2，400℃时分解速度加快，达到每分钟0.44%的分解速度。
300℃
HCHO→CO＋H2
（4）氧化还原反应
甲醛极易氧化成甲酸、进而氧化为CO2和H2O O2 O2
HCHO→HCOOH→CO2＋H2O
（5）羰基化反应
在钴或铑催剂作用下，于110℃ 和13-15Mpa条件下，甲醛与合成气（H2/CO=1-3）
能进行羟基化反应生成乙醇醛，进一步加氢可以生成乙二醇，该反应也称甲醛氢甲酰化反应。
CH2O＋CO＋H2→HOCH2CHO
在羰基铑催化剂和卤化物促进剂的作用下，甲醛与合成气能进行同系化反应生成乙醛，进一步加氢生成乙醇。1.5 产品用途
甲醛属于用途广泛、生产工艺简单、原料供应充足的大众化工产品，是甲醇下游产品中的主干，世界年产量在2500万吨左右，30%左右的甲醇都用来生产甲醛。但甲醛是一种浓度较低的水溶液，从经济角度考虑不便于长距离运输，所以一般都在主消费市场附近设厂，进出口贸易也极少。甲醛除可直接用作消毒、杀菌、防腐剂外，主要用于有机合成、合成材料、涂料、橡胶、农药等行业，其衍生产品主要有多聚甲醛、聚甲醛、酚醛树酯、脲醛树酯、氨基树酯及乌洛托产品。1.6 原材料说明 原材料名称：甲醇 A.物理性质
甲醇是最简单的饱和脂肪酸，分子式CH3OH，相对分子质量32.04，常温常压下，纯甲醇是无色透明、易挥发、可燃、略带醇香味的有毒液体。甲醇可以和水以及乙醇、乙醚等许多有机液体无限互溶，但不能与脂肪烃类化合物相互溶，甲醇蒸气和空气能形成爆炸性混合物，爆炸极限为6.0%~36.5%（体积）。B.化学性质
甲醇是最简单的饱和脂肪醇，具有脂肪醇的化学性质，即可进行氧化，酯化、羰基化、胺化、脱水等反应；甲醇裂解生CO和H2，是制备CO和H2的重要化学方法。在此只介绍几种重要的化学反应。
（1）氧化反应
甲醇在电解银催化剂下可被空气氧化成甲醛，是重要的工业制备甲醛的方法；
（2）酯化反应
甲醇可与多种无机酸和有机酸发生酯化反应。甲醇和硫酸发生酯化反应生成硫酸氢甲酯，硫酸氢甲酯经加热减压蒸馏生成重要的甲基化试剂硫酸二甲酯；
（3）羰基化反应
甲醇和光气发生羰基化反应生成氯甲酸甲酯，进一步反应生成碳酸二甲酯；
（4）裂解反应
在铜催化剂上，甲醇可裂解成CO和H2。1.7 甲醛工业的发展趋势 1.7.1 改进催化剂的性能
研制开发新型催化剂是加快甲醛工业大发展最有效的方法之一，现在各国都在加快催化剂的开发。
1.7.2 高浓度甲醛工艺发展趋势
国外在聚甲醛、MDI和炔属化学品（如1，4-丁二醇）的发展最快，处增长率在5%以上。这些产品均需高浓度甲醛，从而刺激了以铁钼法为主的高浓度甲醛工艺的快速发展。由甲醇催化脱氢制备无水甲醛，产物甲醛和氢气很容易分离，避免了甲醛水溶液的浓缩蒸发，能耗可大幅度降低，成为最具有工业前途的无水甲醛制备方法。制备高浓度甲醛溶液的另一方法是甲缩醛氧化法。1.7.3 设备集约化
为了防止甲醛浓度氧化，达到最佳动态平衡控制，国外开发了许多因素程序控制法。如：以蒸汽压力来调节氧醇比、混合气温度和反应状态，从而达到低甲醇消耗额的目的。1.7.4 规模大型化
甲醛已成为大宗化工产品，其需求量不断增加。现在国外兴建的甲醛生产装置，起码规模3.5~6万吨/年。1.7.5 产品简介 表1—3 产品简介 产品名称
甲醛
CA登记号
50-00-0 标准
GB9009-1988 英文名
Formaldehyde 别名
福尔马林
分子式
HCHO 分子量
30.03 熔点
-92℃
沸点
-19.5℃
相对密度
0.815(-20℃)
溶解度
易溶于水 乙醇 乙醚 丙酮 1.8 甲醛的主要技术指标
表1—4 甲醛的主要技术指标 计量单位：见表 项目 优等品 一等品 二等品 色度(铂-钴),≤ 10 —— —— 甲醛含量，%≤ 37.0-37.4 36.7-37.4 36.5-37.4 甲醇含量，%≤ 12 12 12 酸度，%≤ 0.02 0.04 0.05 铁含量，10-6≤ 1(槽装）3(槽装）5(槽装）
5(槽装）10(槽装）10(槽装）灰分，%≤ 0.005 0.005 0.005 2 合成方法及生产技术比较 2.1 甲醛的合成方法
目前，国内外由甲甲醇生产甲醛主要有以下几种方法： 2.1.1 银催化剂法
用银铺成薄层的银粒为催化剂，控制甲醇过量，反应温度在600-700℃之间。银法工艺路线心德国BASF公司为代表。2.1.2 铁钼催化剂法：
用FeO、MO做催化剂，还经常加入铬和钴的氧化物做助催化剂，甲醇与过量的空气混合，经净化，预热，在320-380℃温度下反应生成甲醛。铁钼催化剂法工艺路线以瑞典PERSTORP公司为典型。2.1.3 甲缩醛氧化法：
甲缩醛氧化法制取高浓度甲醛由三步进程完成：甲缩醛的合成、甲缩醛氧化和过浓度甲醛吸收与处理。甲缩醛氧化法是制备高浓度甲醛溶液的另一种方法。日本旭化成公司于20世纪80年代开发成功的这一生产方法，是将甲醛和甲醇在阳离子交换树脂的催化作用下，采用反应精馏的方法先合成甲缩醛，然后将甲缩醛在铁钼氧化催化剂的作用下，用空气氧化生产甲醛。2.1.4 二甲醚氧化法：
将二甲醚气体与空气混合，预热后通过多管式固定床反应器，管内装有金属氧化物催化剂，管外用液体导热法移走反应热量。反应器结构与铁钼法相同。反应压力为常压，温度450-500℃，空速为1000-4000m/h，催化剂为金属氧化钨，也有氧化铋-氧化钼催化剂的专利发表。反应气体速冷后进入二段吸收系统，用离子交换法脱去甲酸，制得37-44%（wt%）的甲醛水溶液。2.1.5 低碳烷烃直接氧化法：
用低碳烃，例如天然气或瓦斯气体中甲烷及丙烷，丁烷等在No催化剂作用下，直接用
空气氧化而得到甲醛。其反应式如下：
CH4＋O2=HCHO＋H2 2.2 生产工艺比较
目前，工业上几乎所有的甲醛生产方法都是用银催化剂法、铁钼催化剂法。2.2.1 工艺技术比较
银法是以甲醇为原料以一定配比的甲醇和空气、水蒸气经过过热器，过滤器进入氧化器，在催化床层使甲醇脱氢成甲醛。甲醛气体和水蒸气经冷却，冷凝由吸收塔吸收，制成37%的甲醛溶液成品。在银法过程中也能做到适当的浓度。铁钼法用二元气生产，银法用三元气生产，两法所用催化剂不同。铁钼法所进行的反应为完全氧化反应，而银法是氧化脱氢反应。故银法选择是甲醇与空气混合的爆炸上限操作（混合比37%以上，醇过量），为保持脱氢反应进行，反应温度为650℃左右。反应热量靠加入水蒸气等带走。铁钼法选择的是下限操作（混合比7%以下，氧过量），即与过量的空气中的氧气反应。反应温度控制在430℃左右，而反应的热量靠惰性气体带走，所以在反应过程中需引入尾气塔，由于吸收系统中加水少，从而能制取高浓度甲醛。但由于采用了尾气循环和足够量的空气，增加了动力的消耗，且由于气体量的加大而使装置能力相对减小了约25%。根据最新统计，美国铁钼法、银法生产装置各占50%，而国内银法占95%以上。甲醇
→蒸发器→过热器→三元过滤器→氧化器→吸收一塔→吸收二塔 空气
图2—1 电解银法制甲醛工艺流程图 说明
（1）用两种方法生产的甲醛作为商品，铁钼法也有它的局限性，因为浓甲醛在常温下容易聚合，高浓甲醛在贮存和运输上很难处理。在制胶工业中客户一般不喜欢用铁钼法制取的低醇含量的甲醛。如作为有些需要脱水的下游产品的原料，则有它的可取之处。
（2）铁钼法一次性投资费用大，投资回收期长。与银法相比其投资风险大，而随着科学技术的不断进步，近几年银法甲醛工艺也已有了很大的进步（如单耗、能耗等），单耗已接近铁钼法水平。
（3）银法工艺上用的电解银催化剂，其制法简单，成本较低，并可重复使用。铁钼法由供应商提供，价格昂贵且受到一定的制约。
（4）用两种工艺路线生产甲醛，银法的运行成本在设备折旧费、能耗、催化剂消耗费用以及副产蒸汽等方面都优于铁钼法；铁钼法在单耗，甲醛浓度上也有它的明显优点。
2.2.2 银催化剂法和铁钼催化剂法的特点的比较：
表2—1 电解银催化剂法和铁钼催化剂法的特点 计量单位：见表 项目 银催化剂法 铁钼催化剂法 反应温度（℃）600～720 320～380 反应器 绝热式 管式绝热流化床 催化剂寿命 3～6 12～18 收率（%）89～91 91～94 甲醇单耗(Kg/t)470～480 420～470 甲醛浓度（%）37～55 37～55 产品中甲醇含量（%）4～8 0.5～1.5 产品中甲酸量（104）100～200 200～300 甲醛中混合气体中浓度（%）＞37 ＜7 投资 相对低 相对高
催化剂失活原因 原料中铁、硫引起中毒 M升华 对毒物敏感程度 敏感 不敏感 2.3 国内外甲醛装置能耗比较
表2—2 国内外甲醛装置能耗比较 单位：m3/t、t/t、kwh/t 项目 国外
国内
银法 铁钼法 银法 铁钼法
先进 一般 先进 一般 先进 一般 先进 一般 冷却水 20-30 30-50 20 28-42 15-20 35-45 20 30-40 蒸汽 －0.2-0.5 －0.3-0.1 －0.6 －0.3-0.5 －0.3-0.5 －0.3-0 －0.6 －0.3-0.5 电 20 25-30 70 85-90 18-20 30-40 80 85-98 注：以生产1吨37%的甲醛消耗量统计
通过以上分析，我们认为银法甲醛生产线具有投资小，能耗低，能生产高浓度甲醛，物耗又接近铁钼法水平等优点，因此，将它推广为首选的甲醛生产路线，应比较适合中国的国情。工艺流程介绍 3.1 流程说明
热水 蒸汽 工艺补水 尾气 甲醇
→蒸发器→过热器→三元过滤器→氧化器→吸收一塔→吸收二塔 空气 冷却水 甲醛产品
图3—1 电解银法制甲醛工艺流程图
原料气的供给：
原料甲醇用泵连续从甲醇贮槽送至高位槽，一部分甲醇流回甲醇贮槽，另一部分自高位槽能过甲醇过滤器过滤羰基铁等到杂质后，控制一定的流量进入蒸发器；同时，空气经空气过滤器过滤灰尘等到杂质后由罗茨鼓风机在蒸发器底部送入，并通过空气放空来控制一定的量。
空气经过滤器由鼓风机鼓入蒸发器。空气鼓泡经过0.8~1m的45℃甲醇液，被甲醇蒸发所饱和，蒸发器顶部装有阻雾设施，分离夹带的甲醇液滴。按照配料要求补加水蒸气。
用热水或蒸气调节蒸发器温度后，控制在45~52℃（依据氧醇比和平衡浓度来定）。甲醇在蒸发器中经空气鼓泡蒸发后，形成均匀混合的二元气体，再通过喷嘴加入不定期定量的水蒸气（即配料蒸气）以调节水醇比，形成配比的二元反应气。
甲醇-水蒸气-空气经过过热器加热到120℃，以保证反应混合气中甲醇全部气化。因为甲醇液滴进入反应区，会剧烈蒸发，使催化剂床层翻动，造成床层厚度不均，发生短路，而且甲醇蒸发吸热，会降低反应温度，甚至发生熄火不反应。
过热的反应混合气进入阻火器，阻火器起安全隔离作用，当反应器中发生燃烧反应时，不会涉及到前部的蒸发器。再进入过滤器以除去五羰基铁等含铁杂质。最后于120℃左右进入氧化反应器。
原料所转化为甲醛：
在氧化器的的氧化室中，三元反应气在电解银触媒的作用下发生氧化和脱氢反应生成甲醛，反应温度控制在650℃绝大部分甲醇转化成甲醛，同时会有一些副反应发生。为控制副反应的发生并防止甲醇的分解，转化后的气体经废热锅炉被聚冷到230℃以下，再经冷却段冷却到80~100℃，然后进入第一吸收塔。
反应气体的吸收：
吸收采用双塔循环，二塔用软水作吸收剂，一塔用二塔来的甲醛溶液的稀溶液（二补一）作吸收剂。具体流程：
自氧化器出来的甲醛从一塔底进入，向塔顶流动；二塔来的稀甲醛溶液（二补一）从塔顶加入，一塔循环液从塔顶和塔中部加入，向下流动，气流逆向流动；在此运行过程中大部分甲醛被吸收，并放出大量的热；为控制一定的一塔循环温度以保证吸收效果，一塔出来的循环液经泵送入塔顶和塔中部前，必须经一塔第一冷却器和一塔第二冷却器冷却后，才能送入形成自塔循环。未补吸收的气体由塔顶引出，进入第二吸收塔的底部，由塔顶引出尾气锅炉或支真空系统。
吸收用水由泵经冷却器打到第二吸收塔顶，在二塔内吸收甲醛后，用泵经第二冷却口头冷却后，打到第一吸收塔顶，在一塔内进一步吸收甲醛后，由一塔底引出冷却器流入甲醛贮槽。
产品含甲醛36.7%~37.4%，甲醇6%左右，密度1.1Kg/L。
铁会促使甲醛分解，为了避免铁接触，反应器以后的设备、管路采用铝或不锈钢制成。
3.2 生产工艺影响因素
影响甲醇转化为甲醛反应过程的主要因素有：反应器的结构与状态、催化剂的性能状态、反应温度、氧醇比、停留时间和空间速度、反应压力及原料混合气的纯度，先分析如下： 3.2.1 反应器的结构与状态
反应器的结构与状态将直接关系到甲醇转化成甲醛的主反应能否顺利进行和减少与防止副反应的发生等问题。设计反应器的结构时应考虑诸如能否气固两相间很好接触，横否保持良好的催化层状态，反应物在反应器中的流动是否有死角，反应气的速度分布和反应在床层中的阻力是否能均匀，以及反应后的气体能否迅速离开高温区以快速冷却等问题。3.2.2 催化剂的性能和状态
催化剂在化工生产中被广泛使用，其活性的高低，直接决定着转化的效果的好坏。一般对催化剂的性能要求是要有较高的催化活性，良好的选择性，较强的机械强度，较好的热稳定性和具有一定的抗毒能力。要想有效的发挥催化剂的性能，设计中必须考虑催化剂的铺装方法，考虑床层的严密、平整和均匀性，以使气体能均匀的流经催化剂床层，特别在床层的边缘，热电偶插入等部位要避免和防止沟道旁路，否则这些部位易发生局部反应过热，引起床层烧结和破裂。3.2.3 反应温度
反应温度的高低会影响物料的反应程度。温度过高，物料会剧烈氧化，生成一些副产品，降低甲醛含量；温度过低，甲醛不能被氧化，达不到生产目的。
对吸热反应的甲醇脱氢反应来说，升温是有利的。醇脱氢反应的平衡常数随温度的升高而增大。自发进行的最低温度为481.6℃，实际生产的反应温度应高于这一温度。3.2.4 氧醇比
氧醇比是甲醛生产中氧气和甲醇的摩尔比值。氧醇比过高，氧气过量，甲醇会被深度氧化而降低甲醇的转化率；氧醇比过低，甲醇过量，浪费原料。
氧醇比是一个非常重要的参数，它关系到甲醛生产反应过程中的转化率，选择性和安全性等问题，其数学表达式为：
V氧气：V甲醇=（0.21×P空气）/P甲醇
式中：V氧气——三元混合气中氧气的浓度，%；
V甲醇——三元混合气中甲醇的浓度，%；
P空气——三元混合气中空气的分压，%；
P甲醇——三元混合气中甲醇的分压，%；
影响氧醇比的重要因素有三：
（1）甲醇 蒸发器上部空间的总压力（若甲醇蒸发器液层上面的总压力升高，则氧醇比增大）；
（2）蒸发器温度（升高蒸发器温度会使氧醇比降低）；
（3）蒸发器中甲醇浓度（甲醇浓度降低会使氧醇比降低）。3.2.5 水醇比
增加反应器的水醇比，既有利于控制反应的温度，又能使反应在较低的温度下进行，还可以提高进料中氧的浓度而不发生过热，从而能改善转化率和提高收率。但是，提高水醇比要受到产品浓度和塔吸收效率的限制。如果水醇比过大，又要维持二塔有一定的加水量，势必造成产品的浓度下降；而要保持产品的浓度，又势必会减少二塔的加水量，使二塔的吸收效率下降。因此，水醇比必须控制得当。
3.2.6 停留时间和空间速度
停留时间也称接触时间，是指原料混合气通过催化床层所需要的时间，其单位用秒表示。停留时间和空间速度呈倒数关系。
可表示为：停留时间=HF/V
H——催化剂的填装高度：
F——反应器横断面积：
V——气流速度M3/S。
停留时间过长，原料气会被剧烈氧化，降低转化率：停留时间过短，会有很多原料气未被氧化。一般银法的时间取0.02~0.05s,即空速3600~7200h。时间越长则副反应越强烈。3.2.7反应压力
由于甲醇氧化和甲醇脱氢这两个反应都是反应后增加体积的反应，因此，降低压力将使反应向着生产甲醛的方向移动，所以减压对主反应有利。但在实际生产中由于减压将增加设备投资和能耗，并带来上些其它不稳定的因素，故现在甲醛的生产已由早期的负压操作改为常压操作。3.2.8 原料混合气的纯度
原料混合气的纯度将影响催化剂的活性与寿命。另外，在催化剂的表面如覆盖了氧化铁，还会加快甲醇燃烧等副反应。因此，原料混合气的纯度也是影响反应的重要因素，生产中应尽可能使原料气得以净化。3.3 主要工艺指标
表3—1 主要工艺指标 计量单位：见表 指标名称 单位 指标 流量
湿空气 Kg/h 3234.760 配料蒸汽 Kg/h 1294.019 工艺补水 Kg/h 530.064 工艺甲醇 Kg/h 1892.005 甲醛成品液 Kg/h 4167.000 一塔循环量 m3/h 1351.219 二塔循环量 m3/h 1174.973 压力(绝)一塔底 mmHg 795 一塔顶 mmHg 785 二塔顶 mmHg 775 氧化器 Mpa 800 蒸汽分配缸 Mpa 0.28±0.02 汽包 Mpa 0.282 蒸发室 Mpa 12月21日 温度
蒸发器 ℃ 42-50 过热器 ℃ 100-120 氧化器触媒层 ℃ 610-660 气体出一塔 ℃ ≤55 吸收一塔底 ℃ ≤60
续表3—1 指标名称 单位 指标 吸收二塔顶 ℃ ≤35 吸收二塔底 ℃ ≤35 蒸发器加热热水进口 ℃ 85 蒸发器加热热水出口 ℃ 55 氧化器废热锅炉出口 ℃ 150 氧化器水冷段气体出口 ℃ 100 成品液 ℃ 42 尾气 ℃ 32 液位
一塔 % 25-35 二塔 % 25-35 蒸发器 % 60-80 汽包 % 45 含量
成品液甲醛 质量% 37.2 成品液甲醇 质量% 1.2 尾气中甲醛含量 体积% 0.2 尾气中水含量 体积% 5.7328 尾气中二氧化碳含量 体积% 3.3 尾气中一氧化碳含量 体积% 0.3 尾气中氧气含量 体积% 0.42 尾气中氢气含量 体积% 15 尾气中氮气含量 体积% 74.84 尾气中甲烷含量 体积% 0.2 尾气中甲醇含量 体积% 0.0072 蒸汽配料浓度 % 氧醇比
0.37-0.42 甲醇单耗 Kg 57.5 工业甲醇浓度 % 98 湿空气含水量 % 1.9 4 安全与“三废”处理
4.1工艺物料特性及防护措施
甲醛是易燃易爆的液体，沸点64.45℃，自燃点400℃。在空气中爆炸范围6~36.5%，有毒，车间空气中最大允许浓度50mg/m3，设计中应考虑放火、防爆、毒等
（1）建筑物的耐火等级为一级；
（2）应将甲醛、甲醛泵安装在通风良好的场所；
（3）厂房各层均应布有放毒工具箱及一定数量的防毒面具；（4）厂房各层均应布有必要的消防器材；（5）本装置电气设备属Ⅱ级防爆；
（6）设备、导管各容器安装可靠的接地设备，采用环行接地网；（7）槽应有静电措施，包括良好的接地与导流管；（8）车间内应有利于消防车环行的通道；
（9）开四点火时，氧醇比保持在0.24~0.26，既必须在爆炸范围外点火；（10）所有设备、管道应按规定进行试压试漏。
甲醛有毒，吸入其蒸汽后会引起眼部灼痛、咽痛、头痛、恶心、呕吐等，还会造成鼻
炎、支气管、结膜炎和肺气肿。甲醛直接接触会造成皮肤灼伤。
本品用内色橡胶或内涂沥青防锈漆的铁桶盛装。第桶净重200kg，也可用槽四装运，应贮存在通风干燥处，远离火种热源，不与碱类、氰化物同运，不存贮过久，贮所温度以21-25℃为宜。4.2 三废处理
甲醛工业生产中，生产污染环境的主要污染源有废气、废水和噪声。甲醛生产中，工业“三废”的治理方法如下： 4.2.1 废气处理
在甲醛生产中所产生的废气，采用燃烧法。因为甲醛尾气燃烧后既消除了尾气对大气的污染，又可产生蒸汽。这些蒸汽既可供甲醛装置使用，也可供外界使用。从而达到节约能源，化害为利的目的。对于甲醛槽中的蒸汽的控制，采用冷凝法，既用冷水喷洒甲醛贮槽，使贮槽的温度下降。另外在甲醛贮槽顶部加呼吸阀，亦可减少甲醛蒸发量。
甲醛生产车间在生活区大气中有害物质的最高允许浓度见表7—1。4.2.2 废水处理
甲醛行业中的工业废水处理：
（1）在生产中尽量减少跑，冒、滴、漏。甲醛循环泵容量漏甲醛循环液，一般采用内冷式机械密封泵，以减少泄露。车间废水一般要经过处理滤池进行处理。多余的料液集中送入吸收塔作吸收液使用。
（2）甲醛生产中形成的中控分析残液可集中起来处理，多余的样液集中送入吸收塔作吸收液使用。
（3）设备清洗应首先用水进行循环清洗，洗液可用作甲醛的吸收液。不能用作吸收液的废液将其送入污水处理站处理，以免直接排污造成污染。
（4）甲醛蒸发器底部和残液放出后可集中进行蒸馏，回收其甲醛。这种回收甲醛既可作为配料甲醛阻聚剂和溶剂。如果残液数量少可进行燃烧处理，以消除环境污染。
（5）对于一般设备出垢产生的残液可先用碱中和，然后排入污水池进行处理。
表7—1 有害物质浓度 计量单位：见表 物料名称 车间 居住区
一次 日平均 甲醇 50 3.0 1.0 甲醛 3 0.05 —— 乙醛 —— 0.01 —— 一氧化碳 30 3.0 1.0 氨 30 0.2 —— 二氧化碳 5 0.15 —— 飘尘 10 0.5 0.15 4.2.3噪声防治
对于甲醛生产系统来说，噪声的主要来源是罗茨鼓风机，它发出的声响可达100分贝以上，减少罗茨鼓风机的噪声，一般采用的方法包括单独设立一个隔音房间；在鼓风机的墙壁上加吸音器材和隔疸门窗，在鼓风机的进出口管道上加消音器；选用低速转风机。有的工厂将风的转速由1450转/分改为570转/分，这些措施都可以减少罗茨 鼓风机发出的噪声，起到降低环境噪声的污染，保护环境卫生的目的。
致谢语
随着毕业日子的到来，毕业设计从选题到查找资料，再到动手制作，足足花了好2个多月的时间。经过这些日子的努力毕业设计终于完成了。在没有做毕业设计以前觉得毕业设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做毕业设计发现自己的看法有点太片面。毕业设计是对前面所学知识的一种全面地结合，是对自己能力的一种提高。通过这次毕业设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己看着人家做就会了，但是既不是这样，只有通过自己亲自做一做，才能做到真正的明白，才能知道自己的不足在哪。通过这次毕业设计，我明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。
在这次毕业设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。
总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。此外，还得出一个结论，知识必须通过应用才能得到最大的效用。有些东西以为会了，但真正到用的时候才发现是自己知道的是模凌两可，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。在此要感谢我的指导老师袁芹对我悉心的指导，感谢老师给我的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次毕业设计的最大收获和财富，使我终身受益。
参考文献
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