(此文档为word格式，下载后您可任意编辑修改！)
本科毕业设计
年产30万吨合成氨原料气脱碳工段工艺设计Decarbonization Process design on synthetic ammonia
目录
摘要 .................................................................................................................................................................... I Abstract........................................................................................................................... 错误！未定义书签。引言 . (1)
第一章总论 (2)
1.1 概述 (2)
1.1.1 氨的性质 (2)
1.1.2 氨的用途及在化工生产中的地位 (2)
1.2 合成氨的发展历史 (3)
1.2.1 氨气的发现 (3)
1.2.2 合成氨的发现及其发展 (3)
1.2.3 世界合成氨工业发展 (3)
1.3 文献综述 (4)
1.3.1合成氨脱碳 (4)
1.3.2合成氨脱碳的方法概述 (5)
1.4 设计的依据 (5)
第二章流程方案的确定 (6)
2.1各脱碳方法对比 (6)
2.1.1化学吸收法 (6)
2.1.2物理吸收法 (6)
2.1.3物理化学吸收法 (7)
2.2碳酸丙烯酯（PC）法脱碳工艺基本原理 (8)
2.2.1 PC法脱碳技术国内外现状 (8)
2.2.2发展过程 (8)
2.2.3技术经济 (9)
第三章生产流程的简述 (6)
3.1.1 原料气流程 (10)
3.1.2 解吸气体回收流程 (10)
3.2液体流程 (10)
3.2.1 碳酸丙烯酯脱碳流程简述 (10)
3.2.2 稀液流程循环 (11)
3.3存在的问题及解决的办法 (11)
3.3.1综合分析PC法脱碳存在的主要问题有 (11)
3.3.2解决办法 (11)
第四章物料衡算和热量衡算 (13)
4.1工艺参数及指标 (13)
4.1.1计算依据CO2在PC中的溶解度关系 (13)
4.1.2 PC的密度与温度的关系 (14)
4.1.3 PC的蒸汽压 (14)
4.1.4 PC的黏度 (14)
4.2物料衡算 (14)
4.2.1各组分在PC中的溶解量 (14)
4.2.2溶剂夹带量 (15)
4.2.3溶液带出的气量 (15)
4.2.4出脱碳塔净化气量 (15)
4.2.5 计算PC循环量 (16)
4.2.6 入塔液中CO2夹带量 (16)
4.2.7 带出气体的质量流量 (16)
4.2.8 验算吸收液中净化气中CO2的含量 (16)
4.2.9出塔气的组成 (16)
4.3热量衡算 (17)
第五章吸收塔的结构设计 (19)
5.1确定吸收塔塔径及相关参数 (19)
5.1.1基础数据 (19)
5.1.3核算数据 (20)
5.1.4填料层高度的计算 (20)
5.1.5 气相总传质单元高度 (22)
5.1.6塔附属高度 (27)
第六章塔零部件和辅助设备的设计与选取 (28)
6.1 吸收塔零部件的选取 (28)
6.1.1筒体、封头等部件的尺寸选取 (28)
6.1.2防涡流挡板的选取 (28)
6.1.3液体初始分布器 (29)
6.1.4 液体再分布器 (29)
6.1.5 填料支撑装置 (30)
6.1.6接管管径的确定 (30)
6.2 解吸塔的选取 (30)
6.3贮槽的选择 (30)
6.4泵的选择 (31)
结论 (31)
致谢 ......................................................................................................................... 错误！未定义书签。参考文献. (33)
年产30万吨合成氨原料气脱碳工段工艺设计
摘要：本设计为年产30万吨合成氨原料气脱碳工段工艺设计，是由指导老师指定的产量和生产规模，结合生产实习中收集的各类生产技术指标以及参考文献所提供的数据为依据而设计的。本设计的主要任务是将合成氨原料气中的有害成分碳脱除。设计中简单介绍了合成氨的主要脱碳方法，并通过对比总结各脱碳方法的优缺点，最终确定采用的脱碳方法是碳酸丙烯脂法脱碳。设计了合成氨脱碳工段的工艺流程、工艺参数、主要设备、热量衡算、物料衡算，以及设备的尺寸等相关内容。计算的主要结果为：吸收塔塔径2400mm，吸收塔高度30000mm。
关键词：碳酸丙烯酯法；脱碳方法；工艺设计
Decarbonization Process design on synthetic ammonia
Abstract:The design for decarbonization Process design on synthetic ammonia at an output of teacher .The design is combined with the production practice in the collection of various technical indicators of production and references provided data and design basis.The main task of this design is the harmful components of carbon removal in ammonia synthesis feed gas.The design introduces the main approach to decarbonization of ammonia. By comparing the advantages and disadvantages of various methods, ultimately determine the decarbonization method is used in propylene carbonate fat decarbonization.The process flow, ammonia removal process parameter, main equipment, heat balance, material balance, as well as the size of the equipment and other related content.The main results: the absorption tower diameter 2400mm, height 30000mm.
Keywords: propylene carbonate method; decarburization method; process design
引言
本设计是《年产30万吨合成氨原料气脱碳工段的工艺设计》。对合成氨和脱碳工艺的发展概况进行了概述。本设计简单介绍了合成氨的主要脱碳方法，并通过对比总结各脱碳方法的优缺点，最终确定采用的脱碳方法是碳酸丙烯酯法。该法是目前国内最为常用的脱碳方法。本设计还详细的介绍了合成氨脱碳工段的生产原理、工艺流程、工艺参数、主要设备、热量衡算、物料衡算，以及设备的设计与选型等内容。本设计内容是结合脱碳车间的生产实际情况而设计的，一些工艺参数都是以工厂实际生产为准。
本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。
本设计在完成的过程中得到老师的指导，在此表示衷心感谢。
由于本人自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。
第一章总论
1.1 概述
1.1.1 氨的性质
氨为无色、有刺激性辛辣味的恶臭气体，相对分子质量17.03，沸点-77.7℃，爆炸极限为15.7%-27%（体积分数）。氨在常温下加压易液化，成为液氨。与水形成水合氨（）简称氨水，呈弱碱性。氨水极不稳定，遇热分解，氨含量为1%的水溶液PH=11.7。浓氨水氨含量为28%-29%。氨在常温下为气态，比空气轻，易溢出，具有强烈的刺激性和腐蚀性，故易造成急性中毒和灼伤。空气中氨含量达3%时，5分钟可引起化学性灼伤和水泡。因此环保要求空气中的氨含量在0.5mg/m3以下[1] 。
表1.1氨的主要物理性质
项目数据项目数据相对分子质量17.03 临界密度/(g/cm3) 0.235 氮含量82.20 临界压缩系数PV=ZRT 0.242 摩尔体积(0℃，0.1MPa)/(L/mol) 22.08 临界热导率（kJ/Kh.m) 0.522 气体密度(0℃，0.1MPa)/(g/L) 0.7714 沸点(0.1MPa)/℃`-33.35
0.6818 蒸发热（-33.4℃)/(kJ/kg) 1368.02
液体密度
(-33.4℃，0.1MPa)/(g/cm3)
临界温度/℃132.4 冰点/℃-77.70
临界压力/MPa 11.30 熔化热(-77.7℃)/(kJ/kg) 332.42
临界比体积/(L/kg) 4.257
1.1.2 氨的用途及在化工生产中的地位
氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的85%—90%用于生产各和氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态氮，这一过程称为固定氮。
氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、
催化、特殊金属材料、固体燃料气化、低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。
1.2 合成氨的发展历史
1.2.1 氨气的发现
石灰的混合物在以水封闭的曲颈瓶中加热，只见水被吸入瓶中而不见气体放出，1774年化学家普利斯德里重做该实验，用汞代替水来密封，制得了碱空气（氨），并且他还研究发现了氨的性质，发现氨极易溶于水、可以燃烧，还发现该气体通以电火花时其容积增进一步证明了2体积的氨通过电火花放电后，分解为1体积的氮气和3体积的氢气。
1.2.2 合成氨的发现及其发展
19世纪以前农业上所需的氮肥来源主要来自于有机物的副产物和动植物的废物，如粪便、腐烂动植物等等，随着农业和军工生产的发展的需要，迫切的需要建立规模巨大的探索性的研究，化学家们设想，能不能把空气中大量的氮气固定下来，从而开始设计以氮和氢为原料的合成氨流程。19世纪，大量的化学家开始试图合成氨，他们试图利用高温、高压、电弧、催化剂等手段试验直接合成氨，均未成功。19世纪末，随着化学热力学、动力学和催化剂等领域取得一定进展后，对合成氨反应的研究有了新的进展。1901年法国物理化学家吕·查得利开创性地提出氨合成的条件是高温、高压，催化剂存在。1912年在德国建立了世界上第一个日产30吨的合成氨厂。合成氨也随之工业化，在以后的生产过程中，人们对合成氨的生产工艺进行了不断改进和完善，如变换工艺的改进。原料气净化方法的革新及合成塔的改造等，但工艺路线没有大的变化[2]。
1.2.3 世界合成氨工业发展
20世纪50年代，由于北美成功开发了天然气资源，从此天然气作为制氨的原料开始盛行。到了20世纪60年代末，国外主要产氨国都已先后停止用焦炭、煤为原料，取而代之的是以天然气、重油等为原料，天然气所占的比重不断上升。1982年，世界合成氨的生产能力为125Mt氨,但因原料供应、市场需求的变化，合成氨的产量远比生产能力要低。近年，合成氨产量以苏联、中国、美国、印度等十国最高，占世界总产量的一半以上。合成氨主要消费部门为化肥工业，用于其他领域的（主要是高分子化工、火炸药工业等）非化肥用氨，统称为工业用氨。目前,合成氨年总消费量(以N计)约为78.2Mt，其中工业用氨量约为10Mt，约占总氨消费量的12%。合成氨主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤等。1981年，世界以天然气制氨的比例约占71%，苏联为92.2%、美国为96%、荷兰为100%；
中国仍以煤、焦炭为主要原料制氨,天然气制氨仅占20%。70年代原油涨价后，一些采用石脑油为原料的合成氨老厂改用天然气，新建厂绝大部分采用天然气作原料。生产合成氨的方法主要区别在原料气的制造，其中最广泛采用的为蒸汽转化法和部分氧化法。
从世界燃料储量来看，煤的储量约为石油、天然气总和的10倍，自从70年代中东石油涨价后，从煤制氨路线重新受到重视，但因以天然气为原料的合成氨装置投资低、能耗低、成本低的缘故，预计到20世纪末，世界大多数合成氨厂仍将以气体燃料为主要原料。合成氨成本中能源费用占较大比重，合成氨生产的技术改进重点放在采用低能耗工艺、充分回收及合理利用能量上，主要方向是研制性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等[3]。
中国的合成氨工业是在20世纪30年代开始的，当时仅在南京和大连两地建有规模不大的两个合成氨工厂，此外在上海还有一个电解水制氢生产合成氨的小型车间，全国年产量不到1万吨。建国以来，基于农业的迫切需要，我国的合成氨工业得到了快速发展。在原料方面，由单一的焦炭发展到煤、天然气、焦炉气、石油炼厂气、轻油和重油等多种原料制氢。研制并生产多种合成氨工艺所需的催化剂，在品种、产量和质量上都能满足工业生产的要求，一些品种的质量已达到国际先进水平；我国已完成大型合成氨厂的设计及关键设备的制造。
1.3 文献综述
1.3.1合成氨脱碳
在合成氨工业中，不论用什么原料及方法造气，经变换后的合成气中都含有大量的CO2，原料中烃的分子量越大，合成气中CO2就越多。这些CO2如果不在合成工序之前除净，不仅耗费气体压缩功，空占设备体积，而且对后续工序有害。在合成氨中，脱碳单元处于承前启后的关键位置，其作用既是净化合成气，又是回收高纯度的尿素原料CO2。因此合成氨生产中把脱除工艺气中CO2的过程称为脱碳，在合成氨尿素联产的化肥装置中，它兼有净化气体和回收纯净CO2的两个目的。
由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经物理吸收或者化学吸收法吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体夹带出脱碳液，脱碳后的液体进人洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富液经换热器后，减压送至二氧化碳再生塔，用蒸汽加热再沸器，再脱去二氧化碳。由再生塔顶出来的CO2，经空冷器和水冷器，气体温度降至40℃，再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳液（贫液），先进溶液空冷器，冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压，
再经溶液水冷器冷却至40℃后，送入二氧化碳吸收塔循环使用。
脱碳运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置的能力。
1.3.2合成氨脱碳的方法概述
在合成氨的整个系统中，脱碳单元为系统关键项，脱碳工序运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置和尿素装置的能力。CO2是一种酸性气体，对合成氨合成气中的CO2脱除，一般采用溶剂吸收的方法。
根据CO2与溶剂结合的方式，脱除CO2的方法有化学吸收法、物理吸收法和物理化学吸收法三大类。
1.4 设计的依据
本课题是根据设计任务书，并结合自己在实习中收集的资料和数据而设计。
第二章流程方案的确定
2.1各脱碳方法对比
2.1.1化学吸收法
化学吸收法即利用CO2是酸性气体的特点，采用含有化学活性物质的溶液对合成气进行洗涤，CO2与之反应生成介稳化合物或者加合物，然后在减压条件下通过加热使生成物分解并释放CO2，解吸后的溶液循环使用。化学吸收法脱碳工艺中，有两类溶剂占主导地位，即烷链醇胺和碳酸钾。化学吸收法常用于CO2分压较低的原料气处理。
（1）烷链醇胺类的脱碳工艺主要是乙醇胺(MEA)法；
（2）碳酸钾溶液作吸收剂的脱碳工艺，即热钾碱脱碳工艺有：①苯菲尔法；②Flexsorb 法[4]等。
（1）MEA法
MEA法是一种比较老的脱碳方法。吸收过程中，MEA与CO2发生反应生成碳酸化合物，经过加热即可将CO2分解出来。该法的最大优点是可以在一个十分简单的装置中，把合成气中的CO2脱除到可以接受的程度。
但它本身存在两个缺点：（1）CO2能与吸收反应生成的碳酸化合物发生进一步反应生成酸式碳酸盐，该盐较稳定，不易再生；（2）CO2能与MEA发生副反应，生成腐蚀性较强的氨基甲酸醋，容易形成污垢。
（2）低热耗苯菲尔法
相对上述脱除CO2的吸收剂溶液，碳酸钾溶液更价廉易得，并具有低腐蚀，操作稳定，吸收CO2能力较强等特性。但碳酸钾溶液本身吸收CO2的速度缓慢，需要添加一些活化剂。低热耗苯菲尔工艺是由美国联碳公司在传统苯菲尔工艺基础上开发的，采用了节能新技术。国内新建的以天然气为原料的大型合成氨装置，脱碳系统也多采用低热耗苯菲尔工艺。中海石油化学有限公司合成氨装置脱碳系统采用改良型苯菲尔流程[5]。苯菲尔法可在高温下运行，再生热低，添加的V2O5可防腐蚀，但该工艺需对设备进行钒化处理，要求工人的操作水平较高，并且浪费溶剂，能耗大，特别蒸汽用得多，有效气体损失也大，运行成本高等缺点。
2.1.2物理吸收法
物理洗涤是CO2被溶剂吸收时不发生化学反应，溶剂减压后释放CO2(不必加热)，解吸后的溶液循环使用。相对化学吸收法，物理洗涤法的最大优点是能耗低，CO2不与溶剂
形成化合物，减压后绝大部分CO2被闪蒸出来，然后采用气提或负压实现溶剂的完全再生。这就使得工艺投资省、能耗低、工艺流程简单。物理吸收法主要有Selxeol法、Elour法、变压吸附法及低温甲醇法等[6]。物理吸收法常用于高CO2分压的原料气处理。
(1)低温甲醇洗法
低温甲醇洗工艺由德国林德公司（Linde）和鲁奇公司（Lurgi）开发，是利用甲醇溶剂对各种气体溶解度的显著差别，可同时或分段脱除H2S、CO2和各种有机硫等杂质，具有气体净化度高、选择性好、溶液吸收能力强，操作费用低等特点，是一种技术先进、经济合理的气体净化工艺[7]。
低温甲醇(Rectisol)法具有一次性脱除CO2，溶液便宜易得，能耗低，适用范围广泛等特点。但该法投资很大，我国镇海炼化厂大化肥等四家以重油和煤为原料的合成氨装置使用了低温甲醇法脱除CO2。
(2) 变压吸附法
变压吸附气体分离净化技术，简称PSA（Pressure Swing Adsorption）。变压吸附法是近几年才用于合成气净化的，它属于干法，采用固体吸附剂在改变压力的情况下，进行（加压）吸附CO2或（减压）解吸。变压吸附法分离气体混合物的基本原理是利用某一种吸附剂能使混合气体中各组份的吸附容量随着压力变化而产生差异的特性，选择吸附和解吸再生两个过程，组成交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同温度下进行。可用此法改造小型氨厂，降低能耗，在大型氨厂使用显得困难[8]。为了达到连续分离的目的，变压吸附脱碳至少需要两个以上的吸附塔交替操作，其中必须有一个吸附塔处于选择吸附阶段，而其它塔则处于解吸再生阶段的不同步骤。在每次循环中，每个吸附塔依次经历吸附、多次压力均衡降、逆向放压、抽空、多次压力均衡升、最终升压等工艺步骤。
(3) 碳酸丙烯酯(PC)法
碳酸丙烯酯法是碳酸丙烯酯为吸收剂的脱碳方法。其原理是利用在同样压力、温度下，二氧化碳、硫化氢等酸性气体在碳酸丙烯酯中的溶解度比氢、氮气在碳酸丙烯酯中的溶解度大得多来脱除二氧化碳和硫化氢而且二氧化碳在碳酸丙烯酯中溶解度是随压力升高和温度的降低而增加的，CO2等酸性气体在碳丙溶剂中溶解量一般可用亨利定律来表达，因而在较高的压力下，碳酸丙烯酯吸收了变换气中的二氧化碳等酸性气体，在较低的压力下二氧化碳能从碳酸丙烯酯溶液中解吸出来，使碳酸丙烯酯溶液再生，重新恢复吸收二氧化碳等酸性气体的能力。碳酸丙烯酯法具有溶解热低、粘度小、蒸汽压低、无毒、化学性质稳定、无腐蚀、流程操作简单等优点。
该法CO2的回收率较高，能耗较低，但投资费用较高。适用于吸收压力较高、CO2净化度不很高的流程，国内主要是小型厂使用。用碳丙液作为溶剂来脱除合成氨变换气中CO2工艺是一项比较适合我国国情的先进技术，与水洗工艺比较，除具有物理吸收过程显著的节能效果外，在现有的脱碳方法中，由于它能同时脱除二氧化碳、硫化氢及有机硫化物，加上再生无需热能，能耗较低等优势，在国外合成氨和制氢工业上已得到广泛应用。
2.1.3物理化学吸收法
物理化学吸收法脱除CO2工艺主要有环丁砜法和常温甲醇法，物理化学吸收法常用于中等CO2分压的原料气处理。
(1)环丁砜法环丁砜法中所使用的溶剂是由环丁矾、二异丙醇胺与水组成，能同时吸收CO2和硫的化合物，且吸收速度快，净化度高，但再生耗热多，目前只有一些中小型厂使用。
(2)常温甲醇法常温甲醇法是在甲醇中加入了二乙醇胺，当CO2分压升高时，以其在甲醇中溶解的物理吸收为主；当CO2分压较低时，以其与二乙醇胺发生化学反应的化学吸收为主，该法应用范围广，净化率高，但对H2S和CO2的选择性较差，己很少使用。
合成氨中脱碳方法很多，而且各有自己的利弊。采用什么方法，它有多种因素决定，有原料气碳含量高低的问题，有操作费用的问题，有习惯性的问题，有改造资金的问题等等[9]。因此对脱碳路线的选择需要从多方面进行权衡，从而制定出最为合适的设计路线。
综合对比，本设计采用碳酸丙烯酯法脱碳工艺。
2.2碳酸丙烯酯（PC）法脱碳工艺基本原理
2.2.1 PC法脱碳技术国内外现状
PC为环状有机碳酸酯类化合物，分子CH3CHOCO2CH2，该法在国外称Fluor法。PC 法是南化集团研究院等单位于20世纪70年代开发的技术，1979年通过化工部鉴定。据初步统计，已有150余家工厂使用PC技术，现有装置160余套，其中大型装置两套，其余为中小型装置。大部分用于氨厂变换气脱碳。总脱碳能力约300万吨合成氨/年，其中配尿素型应用较多，占60%左右，至今该法仍是联碱、尿素、磷铵等合成氨厂使用最广的脱碳方法，其开工装置数为MDEA、NHD法总和的数倍。
2.2.2发展过程
PC技术的应用，主要经历了两个阶段：第一阶段始于70年代末，两个小氮肥厂用PC 法代替水洗法脱CO2的工业试验装置获得成功，取得了明显的节能效果和经济效益。加之PC法在工艺上与水洗法相似，改造费用低，很快在一些小氮肥企业中推广应用；第二阶段，
20世纪90年代以来，随着小化肥改变碳铵单一产品结构，适应市场需要，采用脱碳增氨转产尿素或联醇等方法，以提高经济效益，增强小化肥的竟争能力。为此，需要增设一套变换气脱碳装置，由于PC技术为典型的物理吸收过程，流程简单，投资少，节能明显，技术易于掌握。因此，很快得到了推广，并扩大了应用范围，技术上也趋于成熟。
2.2.3技术经济
由于碳丙脱碳纯属物理过程，因而它的能耗主要消耗在输送流体所须的电能。碳丙溶剂对CO2等酸性气体的吸收能力较大，一般为同条件下水吸收能力的4倍。因此，代替水洗法脱除变换气中CO2不但满足铜洗要求，而且回收CO2的浓度和回收率也能满足尿素、NH3。因而应用碳丙脱碳的厂家均可获得明显的节能效果。但这种效果随着工艺配置、设备、操作状况，处理规模和目的的不同而差异较大。几种脱碳方法的能耗比较如下表2.1。
表2.1 几种脱碳方法的能耗比较表
NHD法PC法
方法名称加压水洗苯菲尔法位阻胺法改良MEDA
法
能耗2847 1884 1256
第三章生产流程的简述
3.1 气体流程
3.1.1 原料气流程
变换气首先进入变换气冷却器进行降温，然后进入油水分离器底部洗去变换气中的大部分油污及部分硫化物，并将气体进一步降温，同时降低变换气中饱和水蒸汽含量。自油水分离器顶部出来的气体进入二氧化碳吸收塔底部，与塔顶喷淋下来的碳酸丙烯酯溶液逆流接触，将二氧化碳脱至工艺指标内。净化气由塔顶出来后进入净化气分离器，将净化气夹带的碳酸丙烯酯雾沫进一步分离，净化气由分离器顶部出来回压缩机入口总管。根据各厂的具体情况和氨加工产品的不同，相匹配的碳丙脱碳条件及要求亦各异。在使用上，有替代加压水洗型、联碱型、配尿素型、联醇型、生产液氨型以及制氢等各类型；在净化效率上，有的对CO2进行粗脱，而大部分厂家，则进行精脱；对脱碳压力，有采用0.4MPa、1.1-1.3Mpa、1.6-1.8Mpa、2.5-2.8Mpa及4.3Mpa等多种类型。
3.1.2 解吸气体回收流程
由闪蒸槽解吸出来的闪蒸气进入闪蒸气洗涤塔，自下而上与自上而下的稀液逆流接触，将闪蒸气夹带的液滴回收下来。闪蒸气自闪蒸气洗涤段出来后进入闪蒸气分离器，将闪蒸气夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离下来，闪蒸气自分离器顶部出来送碳化，脱除二氧化碳并副产碳酸氢铵后，闪蒸气回压缩机入口总管。
由解吸塔解吸出来的常解气进入常解气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴与饱和于常解气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，常解气自常解气洗涤段出来后进入分离器，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离，常解气自分离器顶部出来送二氧化碳工段。
汽提气由汽提塔出来后进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将汽提气中夹带的碳酸丙烯酯液滴和饱和汽提气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，经洗涤后汽提气由塔顶放空。
3.2液体流程
3.2.1 碳酸丙烯酯脱碳流程简述
贫碳酸丙烯酯溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由塔底排出称为富液。富液经减压后进入闪蒸槽，自闪蒸槽出来的碳酸丙烯酯液进入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯酯液
自常解段底部出来经过两液封槽进入汽提塔顶部，与自下而上的空气逆流接触，将碳酸丙烯酯溶液中的二氧化碳进一步汽提出来，经汽提后的碳酸丙烯酯溶液为贫液，由汽提鼓风机补入防腐空气到常解再生塔的下段汽提塔，用空气进一步汽提出残留于富夜中的CO2 ,贫液由汽提塔出来进入中间槽，再由中间槽进入溶液泵，由泵加压后经碳酸丙烯酯溶液冷却器降温，进入二氧化碳吸收塔，从而完成了碳酸丙烯酯溶液的整个解吸过程。
3.2.2 稀液流程循环
稀液（或软水）由常解-汽提气洗涤段出来，送往净化气洗涤塔。由洗涤塔塔底出来后经洗涤液泵加压进入洗涤塔的上部自上而下，由洗涤段出来经过一U型液封管进入洗涤段继续循环。
3.3存在的问题及解决的办法
3.3.1综合分析PC法脱碳存在的主要问题有
1.溶剂损耗高。造成这一问题原因有三个因素：
(1) PC溶剂蒸汽压高；
(2) PC气相回收系统不完善；
(3) 操作管理水平的影响。
2. 净化气中CO2含量容易跑高，吨氨电耗高。净化气中CO2含量高，原因是多方面的如再生效果不好，系统残碳高或冷却不好等等。
3.3.2解决办法
目前，碳丙脱碳技术已提高到一个新的阶段，工业应用的或即将应用的最有吸引力的进展有以下几个方面：
1.塔器优化
塔器的优化包括塔径、塔填料、塔内件、塔过程控制的技术改造，改造后往往可提高20%-50%或更高的生产能力，改造主要分两部分进行:一是脱碳塔气液分布器和填料的改造，其目的是提高通气量和强化气液接触效率，加大润湿面积。具体办法是设税全截面均匀分布的气体和液体分布器，部分或全部采用规整填料；二是再生塔的改造。由于传统设计中再生塔常解段均为淋降式，当系统硫含量高时，受逆流及淋降板开孔直径的限制，易造成溶液中的单质硫积累结垢，渐渐堵塞淋降板上的开孔，使其失效故往往生产2年后再生效果会明显不如以前。由此可见，必须对这种结构彻底改造。具体办法是将常解段改为筛板或填料塔型，并增设类似塔型的真空解析段[10]。
改造工作除了塔器以外，还进行了系统工艺优化，具体内容有：（1）调整溶剂泵的扬
程，串联1台增压泵；（2）气提流程由原正压气提改为负压气提，有利于提高贫度；（3）降低变换气和循环溶剂的温度，以提高碳丙吸收能力；（4）采取碳丙溶剂半过滤或全过滤方法，杜绝系统堵塞隐患；（5）提高变换气脱硫效果；（6）碳丙稀液回收改造[11]。
2.复合溶剂法
用两种或两种以上的物理、化学或物理化学溶剂作为复合溶剂净化酸性气体的研究。复合溶剂法的优点从选择性和吸收能力分析，特别是高分压下，选择合适的复合溶剂，优于纯溶剂，显著地提高了溶剂的吸收能力；另一方面明显地降低了能耗。除此以外，复合溶剂为了达到操作特性要求所作的混合过程，还具有其它方面的灵活性，即复合溶剂的组成。而且，复合溶剂可以优化配方用最低的费用达到所须的分离要求（见表3.1）。
表3.1 两种方法的技术经济比较（以吨氨计）
项目PC法复合溶剂法CO2净化度（%）0.8 0.5
溶剂损耗（Kg） 1.5 0.75
电耗（KWh）145 100
操作成本（元）85 60
3.低温PC法
实践证明，低温碳丙法具有以下优点：（1）气体净化度高；（2）降低溶剂循环量；（3）降低溶剂损耗。为了在较低操作压力下获得需要的气体净化度、降低溶剂循环量、节省动力消耗、降低溶剂蒸发损失，吸收操作可在低于常温条件下进行，即低温碳酸丙烯酯脱碳技术。CO2在溶剂中的溶解度可用下式表示：lg x*=lg p+B/T+C+lgζ（3-1）式中：
x*——CO2在含水溶剂中的饱和溶解度，摩尔分数；p——气相CO2分压，1.01×105Pa；
B、C——常数，B=686.1，C=-4.245；
ζ——溶剂含水量的修正系数，当含水量为2%时，ζ=0.9，lgζ=-0.046；
T———吸收温度，K。
第四章物料衡算和热量衡算
4.1工艺参数及指标
设计条件：
（1）每吨氨耗变换气近似取4278Nm3，简记为4278Nm3/t氨（下同）。
（2）变换气组成为：CO2：28.0；CO：2.5；H2：47.2；N2：22.3（均为体积分数，下同；其它组分被忽略）；
（3）要求出塔净化气中CO2的浓度不超过0.5%；
（4）PC吸收剂的入塔浓度根据操作情况选取；
（5）气液两相的入塔温度均选定为30℃；
（6）操作压强为2.8MPa；
（7）年工作日330d，每天24h连续运行。
计算基准：
依照：年工作日以330d，每天以24h连续运行计，有330×24=7920h，此处按8000h 算。合成氨：37.5t/h。（4-1）变换气：4278Nm3变换气/t氨。变换气的组成见表4.1。
表4.1 变换气各组分体积分数及组分分压
项目CO2CO H2N2合计体积分数（%）28.0 2.5 47.2 22.3 100 （MPa）0.784 0.070 1.3216 0.6244 2.800
（Kgf/cm2）7.9928 0.7136 13.4736 6.3657 28.5457
（atm）7.7375 0.6908 13.0432 6.1623 27.6338
4.1.1计算依据CO2在PC中的溶解度关系
因为是高浓度气体吸收，故吸收塔内CO2的溶解热应予以考虑。现假设出塔气体温度与入塔液的温度相同，为=30℃，出塔液的温度为=35℃，并取吸收饱和度（定义为出塔溶液浓度对其平衡浓度的百分数）为80%，然后利用物料衡算结合热量衡算验证温度假设的正确性。
有人关联出了CO2在PC中溶解的相平衡关系，因数据来源不同，关联式略有差异[12]。
lgXco2=lgPco2+644.25/T-4.112 （4-2）式中：Xco2——溶解度，kmolCO2 /kmolPC
Pco2——CO2分压，kgf/cm2
T——PC出塔温度，K
计算出塔溶液中CO2的浓度有
lgXco2=lg7.9928+644.25/308.15-4.112=-1.1186 （4-3）Xco2=0.0761kmolCO2 /kmolPC
=0.0761×22.4/（102.09/1187）=19.82 Nm3CO2/ m3PC
式中：102.09—PC的摩尔质量，kg/kmol；
1187—出塔溶液的密度（近似取纯PC的密度，kg/m3）。
4.1.2 PC的密度与温度的关系
PC密度与温度的关系：ρ=1223.3-1.032t （4-4）式中：t—温度，℃；ρ—密度，kg/m3。
30℃：ρL1=1192kg/ m3；35℃：ρL1=1187 kg/ m3
4.1.3 PC的蒸汽压
查PC理化数据知，PC蒸汽压与操作总压及CO2的气相分压相比均很小，故可认为PC不挥发。
4.1.4 PC的黏度
logμ=-0.822+185.5/（T-153.1）（4-5）
T—为热力学温度，K
4.2物料衡算
4.2.1各组分在PC中的溶解量
各组分在操作总压为2.8MPa、操作温度为35℃下在PC中的溶解度数据，并取相对吸收饱和度为80%，数据如表4.2。
表4.2 各组分在PC中的溶解度数据
项目CO2CO H2N2合计组分分压(MPa) 0.784 0.070 1.3216 0.6244 2.800
溶解度(Nm3/m3PC) 19.820 0.0365 0.2408 0.4693 20.567
溶解量(Nm3/m3PC) 15.856 0.0292 0.1926 0.3754 16.453