冲挡式洗涤器配同向流斜板絮凝沉淀封闭净化新工艺

为消除硫酸生产过程中的废水污染,保护环境,对以冲挡式洗涤器和同向流斜板沉淀器构成的稀酸封闭循环工艺进行了研究。试验规模为2000吨/年。在焙烧白银尾砂,气体进洗涤器含尘量5～15克/标米~3的条件下,得出如下主要结果。1.经封闭净化,进电雾炉气含砷<5毫克/标米~3、氟<2毫克/标米~3、酸雾<100毫克/标米~3、尘40～100毫克/标米~3。2.循环系统排放稀酸污泥30～80升/吨酸,含尘300～400克/升。     

C207型甲醇催化剂使用过程中的优化措施

介绍了C207型铜基甲醇催化剂的升温还原过程及生产过程中的一些优化措施。甲醇塔升温还原气采用合成氨驰放气经过中空纤维膜的氢回收装置后的高浓度氢气或醇后气,在还原过程中采用高氢、高空速、低水汽浓度法,尽可能使催化剂在低温多出水。升温还原结束后转入正常生产,催化剂在低温活性范围230℃～260℃尽可能多使用一段时间,不轻易提高热点温度,进甲醇合成塔的总硫体积分数控制在≤0.1×10-6;进醇系统的CO2体积分数控制在0.5%～1.0%,从而达到了延长催化剂使用寿命的目的。     

硫醇的工业合成

硫醇的工业生产方法主要由硫化氢与醇或烯烃反应而成,法国阿奎登的国家石油公司用硫化氢与甲醇作用生成甲基硫醇,其所用的硫化氢系自汽油中提取。制造硫醇用的气体中含二氧化碳量随提取方法而异,可含20～40%,能用蒸馏法除去。反应器为内具催化剂的火管锅炉,物料加入后用炉气维持温度340～350℃,生成的气体在热交换器中用冷水冷却,便反应生成的水分冷凝,而气体经过塔向上与下行的-25℃的甲醇液流相遇,然后经过蒸馏,可得少量硫醇,此时二氧化碳已逸去。醇/硫醇溶液从吸收器的脚子抽吸到蒸馏塔中,在3.5公斤/厘米~2的压力下蒸馏,最后再经过第二次蒸馏以消除溶解的硫化氢。积聚于第一蒸馏塔底部的醇可作为催化炉与吸收塔的原料。所用的主要催化剂为铝土,但也有采用其他单独     

封闭酸洗净化新工艺工业应用技术总结

为消除硫酸生产中的酸性废水污染,在滕县磷肥厂硫酸车间(规模为2万吨/年)应用冲挡式洗涤器配同向流斜板絮凝沉淀,稀酸用空气冷却的封闭净化新工艺获得成功。经二个多月运转考核达到的指标如下:1.经净化后,洗涤器出口炉气含尘80～120毫克/标米~3、砷0.03～0.6毫克/标米~3、氟3～10毫克/标米~3,符合预期指标。2.污酸排放量约10升/吨酸,经一次石灰乳中和处理,pH9～10,中和液含砷～0.02毫克/升、氟～10毫克/升,符合排放标准,副产浓度～18％稀酸约50升/吨酸,可用于磷肥生产。3.循环酸中的SO_2脱吸效率>98％,空冷塔尾气排放SO_2<0.65公斤/吨酸,盛暑期间,稀酸经冷却后温度<36℃,洗涤器出口炉气温度<37℃。     

废液回收新技术

我厂是以焦炭为原料,采用间歇式固定床制气、栲胶脱硫、中温中压变换、铜液洗涤流程生产合成氨。有一套水溶液全循环法尿素装置,一套氨气提法尿素装置。一套联醇、一套联合制碱装置。年产合成氨20万t、尿素25万t。1　废液来源、数量及组成1.1　尿素蒸氨废液我厂水溶液全循环法尿素有两套蒸氨装置,其残液流量约10m3/h,含氨0.02%,尿素0.51%和少量的CO2,温度在80℃以上。氨气提法尿素因受蒸汽温度限制,水解装置一直开不正常。其蒸氨废液流量约10m3/h,含氨0.07%,尿素0.81%,温度达90℃。1.2　甲醇洗涤废液我厂生产甲醇后的尾气含有微量的甲醇,用…     

合成联醇系统改造总结

我公司是以煤为原料年产100kt合成氨、150kt尿素的中型氮肥企业，中压联产甲醇。原有联醇系统流程为：压缩机五段出口净化气（13．8MPa、45-55℃）经甲醇滤油器分离油水后，入Ф1 000mm甲醇合成塔进行合成反应，反应后的气体在塔内与入塔气换热，温度降至110～140℃后出塔，再进入甲醇冷排进一步降温至30-45℃，然后到甲醇分离器进行甲醇分离，分离后的气体一部分送至洗醇塔经软水洗涤后到铜洗工序，另一部分经循环机提压后与压缩机五段出口净化气在滤油器内混合进入甲醇合成塔。为提高合成氨及甲醇的产量，我公司决定利用2003年1月停车大修机会对合成氨、联醇系统进行技术改造，以进一步稳定联醇系统，提高甲醇的生产能力，达到能根据市场需求合理调节醇氨比，实现生产效益最大化的目的。     

科技动态

废聚烯烃制汽油 日本富士循环工业公司1992年投产的兵库县相生工厂,每年处理5000吨聚乙烯和聚丙烯废料,生产500米~3油品。 其工艺过程是:洗涤、研碎的废料在挤出机中加热到250℃熔融,熔体进入混合器,在300～400℃温度裂解。含链烷烃和烯烃气体混合物通过ZSM-5沸石,产品80%是液体、15%是主要成分为丙烷的气体、15%含焦油的残渣。液体蒸馏后得50%汽油、25%煤油和25%粗柴油。     

LC210型联醇催化剂研制及工业应用

阐述了LC210型联醇催化剂的组成、物理性质、与国内同类型催化剂的性能对比以及工艺条件对其性能的影响,介绍了该催化剂的升温还原与工业运行情况。实践证明,该催化剂活性高,在压力8. 7~12. 3MPa、温度(230±10)℃、新鲜气气量40 000m3 /h(标态)、CO含量2. 0% ~5. 0%、CO2 含量1%左右条件下,CO转化率90%,产粗醇3t/h左右,能满足工业生产要求。     

除去废气中的二氧化硫

气体在含活性碳和每克活性碳含V 0.005～4.00,P0～1.65,B 0～1.06和Sn 0～2.05毫克的催化剂上面通过,于120～130℃SO_2氧化,并吸收成为H_2SO_4。吸收剂进行再生,硫酸用H_2O洗涤而脱吸。催化剂为含活性碳(表面积690米~3/克)10,H_2O10以及NH_4VO_30.092克的混合物,系在110℃干燥4小时制得的。含0.1体积％     

联醇生产醇氨比指标对企业效益的影响分析

正合成氨联产甲醇是利用原料气中的CO,CO_2及H_2在5~25 MPa压力下生产甲醇,分离甲醇后的气体经深度净化,然后进入氨合成工序生产氨。联醇工艺可降低CO变换反应和氨合成工序进口CO和CO_2深度净化装置的负荷,有利于整个系统的长周期稳定运行,同时还具有投资小、能耗低、原料气利用率高及有利于产品结构调整等优     

合成氨联醇工艺的模拟计算及分析

以某化工厂合成氨系统中的联醇生产装置为模拟对象,使用ASPEN PLUS模拟软件对联醇工艺的主要单元设备进行了模拟计算。计算结果表明,该工艺模型与实际运行工艺吻合良好。利用该模型的计算结果可以简单快捷地计算出造气工段(H_2+CO)/N_2的比值。同时,也分析了第一甲醇塔的副线开度对第二甲醇塔床层温度及气体出口中CO含量的影响和甲醇洗涤塔进水量对出口气体中甲醇含量的影响。这为联醇工艺的稳定运行提供了帮助和指导。     

采用高压静电除尘器净化半水煤气

一、概述煤气精细除尘净化的迫切性当前在小合成氨厂固定层煤气炉气化流程中,半水煤气经集尘器和洗气塔初步除尘后,未经精细除尘直接送气柜。此时煤气中微粒(一般小于10微米微粒30％,10～50微米微粒65％,50～100微米微粒5％)含量一般在20～50mg/标米~3,入压缩一段含量5～10mg/标米~3,较少达到脱硫对气体的含尘要求(湿法脱硫:20毫克/标米~3以下),和压缩对气体的含尘要求(1mg/标米~3)。气体中过量粉尘存在对生产的影响是不言而喻的。     

甲醇合成放空量增大的原因分析及处理

1 概述 我厂甲醇生产是以德士古水煤气为原料,采用国内自主开发的低压合成工艺.其工艺流程为:德士古水煤气经全气量耐硫变换、高温水解、NHD脱硫脱碳、低温水解、精脱硫制得总硫含量＜0.1×10-6、(H2-CO)/(CO CO2)为2.05～2.15的新鲜气,进入联合压缩机,经联合压缩机的压缩段和循环段分别加压后的新鲜气和循环气混合,进入合成塔预热器壳层,被来自合成塔的反应气预热到195～225 ℃,然后由合成塔顶部斜向45°进入塔内进行反应;反应后的气体由塔底出来进入入塔气预热器管程,被管间的合成气冷却到90 ℃左右,进入甲醇水冷器再次冷却到30 ℃ ,然后进入甲醇分离器;经分离器分离后的气体绝大部分返回联合压缩机加压循环利用,少部分气体(弛放气)经水洗涤后送氨净化变换系统回收利用;分离器分离得到的甲醇含量为80%～94%的粗甲醇减压送入甲醇膨胀槽闪蒸,然后送往精馏系统(三塔精馏),最终得到甲醇含量≥99.85%的精甲醇.甲醇合成塔采用华东理工大学等单位研制开发的绝热-管壳复合式合成塔,设计压力5.69 MPa,塔内共装填催化剂21.4 m3,管间为沸腾水,副产2.5 MPa的蒸汽(减压并入1.3 MPa蒸汽管网).     

联醇合成塔双塔串并联运行总结

郯化集团（恒通化工）20kt/a联醇装置始建于1995年8月，按100kt/a合成氨能力配套设计。第一炉装催化剂9.3m^3，计14.8t。1999年5月更换催化剂，共运行44个月，产醇39464t，每立方米催化剂生产联醇4243t。第二炉催化剂共装9.3m^3,14.4t，到2001年3月份已安全运行22个月，累计产醇39000t，每立方米催化剂生产联醇已达4190t。由于当时甲醇市场行情较好，为提高甲醇产量，增加经济效益，生产中控制原料气（新鲜气）CO4.0%-4.5%,CO2 0.8%-1.3%，全开二台3.5m^3/min循环机，月产仍可达到2700t，但也暴露了一些问题：（1）因催化剂使用时间较长，空速超设计能力60％（2000年合成氨产量已达160kt)，造成催化剂粉化，合成塔阻力达到1.1MPa，联醇系统阻力超过1.4MPa，压缩机减负荷生产；（2）醇后气CO含量达到1．0％，CO2达到0．3％，造成铜洗负荷增加，铜洗消耗增加，再生气量大，这部分再生气经回收后返回压缩机一段进口，经压缩机加压后在系统内部循环，增加压缩机的电耗；（3）若变换、脱碳工况波动，联醇工况随着波动，醇后气CO、CO2含量升高，造成铜洗工况波动，影响合成氨生产。为稳定合成氨系统工况，降低消耗，公司决定新上一套联醇系统，加大醇氨比，提高综合效益。     

Φ4 400mm无饱和塔全低变系统运行总结

<正>晋煤冀州银海化肥有限责任公司变换系统有3套装置,其中Φ4 400 mm变换装置于2010年5月建成投运,采用无饱和塔全低变工艺,设计能力150 kt/a合成氨,运行压力0.8 MPa。1工艺流程气体流程:来自于压缩机二段出口的半水煤气(含CO体积分数28%)经丝网除沫器分离过滤油水后进入除尘剂炉进一步净化气体中杂质,先后经热交换器、中间热交换器分别与第2变换炉二段和第2变换炉一段出口的变换气换热;半水煤气(温度260℃)进入第1喷水汽化器增湿、降温至200℃;经第1变换炉一段后,气体(温度     

关于热交换器设计K值的讨论

最近据报道,日本在列管式热交换器方面的设计,通过采用提高气体流速以强化传热过程,使总传热系数达到23～34仟卡/米~2·小时·℃,每日生产一吨硫酸所需传热面积仅5.4米~2,云云。这是很值得注意的一个新动向。 我国热交换器设计K值一向取得较低。对于转化器内部换热的一般仅5～6仟卡/米~2·小时·℃;对于器外换热的亦不过为7～9仟卡/米~2·小时·℃。因此在某些定型设计中,每日生产一吨硫酸所需的换热面     

催化裂化装置掺炼废甲醇的可行性探索

某公司POX合成气甲醇洗装置外排废甲醇约3 000 t/a,定量分析其中含有杂质质量分数苯为41.97%、甲醇为57.88%。利用小型固定流化床装置进行废甲醇催化裂化实验,在剂醇比为9和525℃反应温度下,气体产品中C_3～C_4液化石油气收率为3.86%,C_5～C_5~+轻汽油收率为4.76%;液体收集系统的轻质油品收率为13.99%。催化裂化装置掺炼废甲醇比例以3%～4%最佳,液化石油气收率可提高2.0%～2.5%,其中烯烃收率可提高1%～2%。     

铜氨液中甲醇含量的准确、快速测定

1问题的提出 我国现有众多的合成氨联产甲醇装置。联醇生产是：利用合成氨原料气中的一氧化碳和氢合成甲醇，这样既可以生产合成氨，又生产工业甲醇。众所周知，联醇生产作为合成氨系统中的一个环节，在一定程度上影响合成氨及整个系统的生产。如甲醇合成塔后气液分离状况会影响铜氨液的组成，经甲醇分离器分离甲醇后气相中仍含有一定量的甲醇，正常情况下约为0．3％左右；如果甲醇水冷器温度高或分离效果差，则气相中的甲醇含量将更高，如我公司曾有：分离器出口甲醇含量高达0．7％～1％的工况。     

改进甲醇蒸馏工艺提高装置能力

我厂５ｋｔ／ａ甘氨酸生产采取氯乙酸氨化工艺。为充分回收大量稀甲醇和副产物氯化铵，安装了２台Φ１２００×２１０００和１台Φ１４００×２４０００甲醇蒸馏回收塔，经１个月的改造，其生产能力、蒸汽消耗等方面取得了良好效果。１　技改前蒸馏工艺及存在的问题改造前，甲醇蒸馏时，将稀甲醇经泵送入高位蒸馏釜进料，随着釜内液位升高；稀甲醇进入低位蒸馏釜，气相甲醇进入塔内；低位蒸馏釜温度达到１０５℃时，排污氯化铵废水，经自然冷却结晶析出粗品氯化铵；回收塔再沸器塔顶温度６８～７０℃；甲醇气体经塔顶冷凝依次经过５个冷凝器…     

全低变工艺运行浅论

正1全低变工艺流程及主要设备1.1工艺流程(1)气体流程。压缩机二段来的半水煤气(0.8 MPa,30℃)经气水分离器进入除油装置,过滤净化除掉油污后,从饱和塔底部进入,与塔顶来的约150℃热水逆流换热,增温后经预腐蚀器分离夹带的水滴进热交换器,与变换炉二段来的变换气间接换热,被加热至约250℃后进入净化炉,经除氧气后气体温度约300℃,进入水调温器与热水换热,温度降至180~200℃进入变换炉一段。变换炉一段出口变换气进热交换器与半