大气初步设计说明书.doc 135页

'大气初步设计说明书1总论1.1项目概况本项目的CCS&U系统，是对珞璜电厂除尘、脱硫装置后的烟气进行CO2的捕捉、再利用。捕捉采用的是MDEA喷淋吸收CO2，使其充分反应，捕捉率大于90%；再生塔解析出的CO2与H2反应制得基本有机化工原料甲醇。产品甲醇具有良好的市场前景，有一定的经济效益且符合可持续发展化工产品的基本要求。1.2设计依据1）化工工程设计相关规定。2）已编制的可行性报告。3）国家和地区经济、建筑、环保等相关法令、法规。4）重庆珞璜电厂周边的环境、自然、社会、经济方面的有关资料。1.3工艺特点该系统把原先要排放到大气中的二氧化碳转化成了基础有机大宗化工产品之一的甲醇，真正实现了变废为宝，体现了可持续发展理念。该项目CCS&U系统特色小结：1）系统性，该系统以燃煤电厂烟气中的CO2的捕捉、利用为主线，整个工艺系统系统一致。2）合理可行性，整个工艺流程的设计计算满足相应的规范和标准，工艺合理可行。3）安全性，系统操作稳定，生产安全，事故隐患小，符合相应规范。4）经济性，所得产品甲醇为基本化工原料，需求量大，且产率较高，第135页（共135页） 有一定的经济效益。该系统从环保和经济角度来看，都具有较大的竞争优势。1.4产品方案本项目采用MDEA吸收烟道气体中的二氧化碳，再受热解析出纯净的二氧化碳，二氧化碳与氢气在一定条件下合成甲醇。甲醇作为重要的有机化工原料得以使用，以此，不仅是实现了减少空气中的温室气体而是全球变暖，也是二氧化碳得以再利用。CO2处理量为20万t/a，甲醇年产量约为19057.22t。1.5主要物料规格表2-1-1主要物料规格一览表序号项目规格1原料1.1活化MDEA吸收液工业级1.2H2工业级1.3C301型甲醇催化剂工业级2公用工程2.1冷却水20℃、1bar2.1过热蒸汽200℃、1.6MPa1.6厂址概况厂址决定选于珞璜电厂厂区东部，地处重庆市江津珞璜镇，北临长江、西靠川黔铁路，九江大道是连接重庆市九龙坡区和江津区的城市快速干道，把江津北大门—双福园区融入主城的最前沿，再一次缩短了江津与主城的时空距离，同时也给重庆西部新城发展带来了巨大影响。九江大道是继成渝高速公路之后，又一次把江津与主城距离拉近的快速道路，江津的区位优势更加明显。境内水陆交通方便，长江横贯全境127千米，有5个国家级内河深水港口；成渝、渝黔铁路交汇江津，纵横境内135千米，设有15个火车站。渝黔高速公路、重庆外环高速公路（境内28.6千米）、渝滇高速公路（境内第135页（共135页） 47千米）、210国道过境，江津长江公路大桥连接成渝高速公路。2020年前，江津将同时拥有3条高速公路、两条铁路、三大港口，5000公里长的连接道网络，形成“铁公水”为一体的交通网，成为辐射川渝黔的区域性交通枢纽中心城市。这些交通优势把本厂与重庆几大化工园区紧密连在一起，是原料及产品及时输送的坚强保障。1.7主要危险品防护表2-1-2危险物一览表品名自燃点(℃)闪点(℃)沸点(℃)爆炸极限v%毒性防火等级下限上限甲醇385.011.064.85.544.0有甲类氢565.5——-252.84.1%74.1%无甲类1.8全厂经济技术指标表2-1-3综合经济技术指标序号指标名称单位数值1设计规模万吨/年22年操作日小时/年79203工厂用地面积平方米41764建筑面积平方米17615总定员人486工程项目总投资万元1543.1297原料及辅助材料消耗万元/年14183.668总成本费用万元/年14349.6329全场总产值万元/年3811.44第135页（共135页） 2原料、催化剂采购及产品销售2.1原料采购整个工艺过程中，由于是利用活化MDEA法来捕捉电厂尾气中的二氧化碳，故只需考虑原料活化MDEA、氢气、C301型甲醇催化剂和辅助材料的采购。2.1.1MDEA本厂的MDEA作为循环液使用，其用量要求不大，年需求量约大于8000吨/t。茂名云龙工业发展有限公司位于广东省茂名县，从价格和运费等方面综合考虑，购买可节约成本。2.1.2氢气本项目年所需氢量为44120712.32m³，决定从位于华能珞璜电厂附近的氯碱厂用管线引入购得，原料气充足，且运输方便。2.1.3合成甲醇催化剂本工艺主要选用C301型甲醇合成催化剂，该催化剂在200～250℃、50atm条件下，当二氧化碳与氢气的比为1：3时，甲醇的转化率为27.1%，催化剂具有较高选择性。项目购买湖北双剑催化剂有限公司的C301型催化剂，其交通便利，利于节约生产成本。2.2产品营销2.2.1销售方案年产2万吨的工业级甲醇，主要销售区域为重庆几大化工园区，及周边各省生产甲醇下游产品的厂家。第135页（共135页） 2.2.2营销策略2.2.2.1严把质量关优良的产品品质是企业赖以生存的根基。分析化验室要严格执行分析化验程序，保证出厂产品的质量持久稳定，符合国家标准的要求。2.2.2.2降低生产成本通过合理选择工艺、厂址，优化设计生产流程，努力实现节能降耗，增大利润空间。选择质优价廉的原料，降低运输成本，也是降低产品成本的有效途径。本厂产品出厂价格处于市场价较低值，这是占领市场的有力武器。2.2.2.3完善销售网络优质的产品、低廉的价格、有利的地理位置和便利的交通运输环境是本厂打入甲醇消费市场的优势条件。本厂运营初期可以先与一个或几个大的厂家建立起长期的合作伙伴关系，逐步树立起自己的品牌和影响力，逐步建立起完善的销售网络。2.2.2.4完善售后服务本厂以诚信为基本准则，着眼于持续发展，建立了完善的客户意见反馈系统，定期询问客户的意见，尊重客户意见并不断改进产品及服务质量，在客户心中树立起严谨负责的企业形象，深入发展客户关系。2.2.2.5拓展营销途径在信息化高速发展的今天，传统的营销途径已不能满足企业发展的需求。本厂充分利用互联网优势，通过互联网宣传自己的产品，扩大本厂影响力。本厂建立了比较完善的网站平台，全面地介绍公司及产品，加深客户对本厂的了解。开设留言专栏并及时对客户的留言进行回复，扩展与客户的交流渠道。另外，通过阿里巴巴等电子商务网上贸易平台来进行宣传、销售。第135页（共135页） 2.2.2.6发展企业文化企业文化是指企业全体员工在长期的发展过程中所培育形成的并被全体员工共同遵守的最高目标、价值体系、基本信念及行为规范的总和。企业文化是企业的灵魂，是推动企业发展的不竭动力。一个企业要能在瞬息万变的市场竞争中立足，就必须有自己独特文化。本厂以诚实守信、创新发展为核心文化，给员工以感情尊重、理智尊重。统一思想、统一观念、统一行为，使得无论是领导还是普通员工身上无时无刻都能流露出积极向上的精神风貌。使企业永远充满活力，在市场中充满竞争力第135页（共135页） 3总图运输3.1设计依据《石油化工企业设计防火规定》（1999年版）GB50160-92《建筑设计防火规范》GB50016-2006《工业企业总平面设计规范》GB50187-93《厂矿道路设计规范》GBJ22-87《化工企业总图运输设计规范》HG/T20649-1998《总图制图标准》GB/T50103-2001《工业企业标准轨距铁路设计规范》GBJ12-87国家、行业的其它有关专业规范、标准和规定3.2设计任务工厂布置的基本任务是结合周围环境确定生产过程中各设备的相对位置，并遵守我国有关的消防、安全、防火等规范，以获得最合理的物料流动和人员流动路线，创造和谐的生产和工作环境。3.3厂址概况3.3.1厂区地址厂址选定为重庆江津区华能珞璜电厂附近（电厂东边）。第135页（共135页） 图2-3-1重庆华能珞璜电厂位置图3.3.2华能珞璜电厂简介华能国际电力股份有限公司成立于一九九四年六月三十日，公司及其附属公司在中国全国范围内开发、建设和经营管理大型发电厂，截至2007年6月30日全资拥有17家营运电厂、控股12家营运电力公司及参股5家营运电力公司，其发电厂设备先进，高效稳定，且广泛分布于中国12个省份和2个直辖市。公司的主要业务是利用现代化的技术和设备，利用国内外资金，在全国范围内开发、建设和运营大型发电厂。公司在中国首次引进了60万千瓦“超临界”发电机组；其拥有的华能大连电厂是国内第一家获得“一流火力发电厂”称号的电厂；华能玉环电厂一号机组是国内首台投运的单机容量100万千瓦的超超临界燃煤机组；华能玉环电厂是国内首座投入商业运行的国产百万千瓦等级超超临界火力发电厂；国内第一个实现在纽约、香港、上海三地上市的发电公司；公司全员劳动生产率在国内电力行业保持先进水平。3.3.3厂区自然条件.江津区珞璜镇第135页（共135页） 位于重庆市西南部，长江上游，山峡库区尾端，地处北纬28°28′-29°28′、东经105°49′-106°36′。东邻巴南区、綦江县，南靠贵州省习水县，西依永川区、四川省合江县，北接壁山县。地处四川盆地东南边缘，地跨盆东平行岭谷、盆南丘陵、盆周山地三个地貌区。地形以山地和丘陵为主，地势南高北低，长江以北、以南地势均向长江河谷地带缓缓倾斜。南部四面山区系云贵高原过渡到四川盆地的梯形地带，北部华盖山等系华蓥山支脉。最高点在四面山蜈蚣坝，海拔1709.4米，最低点是珞璜镇中坝，海拔178.5米。属北半球亚热带季风气候区。除南部山区外，全年平均气温18.4摄氏度。年平均降雨量为1026.6毫米，全年水蒸发量小于降雨量，气候湿润。南部山区受地形影响，气候的垂直变化明显，地势越高，气温越低，降水越多，冬季有雨雪天气。3.3.4建厂地区的交通运输条件华能珞璜电厂位于重庆市江津珞璜镇，北临长江、西靠川黔铁路，九江大道是连接重庆市九龙坡区和江津区的城市快速干道，把江津北大门——双福园区融入主城的最前沿，再一次缩短了江津与主城的时空距离，同时也给重庆西部新城发展带来了巨大影响。九江大道是继成渝高速公路之后，又一次把江津与主城距离拉近的快速道路，江津的区位优势更加明显。境内水陆交通方便，长江横贯全境127千米，有5个国家级内河深水港口；成渝、渝黔铁路交汇江津，纵横境内135千米，设有15个火车站。渝黔高速公路、重庆外环高速公路（境内28.6千米）、渝滇高速公路（境内47千米）、210国道过境，江津长江公路大桥连接成渝高速公路。2020年前，江津将同时拥有3条高速公路、两条铁路、三大港口，5000公里长的连接道网络，形成“铁公水”为一体的交通网，成为辐射川渝黔的区域性交通枢纽中心城市。3.3.5社会经济条件珞璜电厂作为国内大型火力发电厂，其CO2排放量较大。经二氧化碳捕集、封存和利用（CCS&U）技术，能有效减少CO2的排放，环境效益和经济效益显著。对江津地区而言，其社会效益明显。不仅减少环境污染，更适宜群众居住，符合重庆市提出的宜居重庆的要求；而且CCS&U系统创造的经济效益，可显著提高江津区珞璜镇的工业产值。第135页（共135页） 3.3.6厂址选择的优势叙述3.3.6.1原材料、动力丰富厂址选定在华能珞璜电厂附近，原料气CO2来自电厂产生的烟道气，以便充分利用其生成甲醇；MDEA原料富足；H2从旁边区县购得，用管道输送，价廉方便。且电厂可提供充足的电能作为处理烟道气的动力，动力资源也十分丰富。3.3.6.2交通便利江津区珞璜电厂地处重庆市江津珞璜镇，厂区依山傍水，滨临长江猫儿峡中段，三峡库区尾部，交通便捷，能源丰富，距重庆市中心36公里，省道106公路横贯厂区，毗邻年吞吐量500万吨的华能珞璜港，距渝黔铁路珞璜站2公里，水陆交通便利。3.3.6.3配套设施齐全华能珞璜电厂是西南地区最大的环保型火力发电厂，被国家电力公司命名为“一流火力发电厂”，总装机容量达264万千瓦，年发电量约165亿度。厂内配套设施齐全。3.4厂区总平面布置设计图2-3-2总厂区布置图第135页（共135页） 表2-3-1厂区布置一览表名称面积/m2名称面积/m2行政楼110原料储罐区90职工食堂80产品储罐区160活动室55MDEA储罐20停车场70H2储罐20消防站60甲醇储罐70设备维修区85装卸台10中心控制室90CO2捕集车间288分析化验室60合成精制车间288空压站70门卫15公用工程80配电室40第135页（共135页） 3.4.1总厂区布局的内容总厂区布置的具体内容有：1、根据物料生产的工艺流程和技术路线，对主要工艺车间、辅助车间、产品存储罐、中心控制室、分析化验室等进行合理规划布置，尽量缩短各装置和设施间的物料运输距离，以求得到最合理的厂区布置。2、对厂区生产、管理和生活的辅助用房等进行合理的布置设计，其中包括行政楼、职工食堂、停车场、设备检修区等。3、正确选择厂区内外的各种运输方式，合理组织运输系统，布置道路。4、进行厂区的绿化和美化设计。3.4.2布局理念整个厂区布置应满足系统性、合理性、安全性、经济性、美观原则。3.4.3分区说明3.4.3.1生产装置珞璜电厂CCS&U系统生产工段包括：CO2捕集车间、合成精制车间，为节约物料运输通道，车间之间间距较小，且CO2捕集车间的原料预处理工段离原料储罐区较近，精制车间离产品储罐区较近，方便物料运输。CO2捕集车间：总面积288m2，主要是用MDEA对电厂烟气的CO2进行捕集，集成的CO2输送至甲醇合成车间。其中包括并联吸收塔、解析塔，换热器、泵、闪蒸罐、冷却器、再沸器等。合成精制车间：总面积288m2，主要是对来自解析工段CO2进行加氢合成甲醇，并对其通过双塔精馏得最后高纯度甲醇。其中包括反应器、预精馏塔、主精馏塔、换热器、泵、压缩机等。3.4.3.2辅助生产装置及公用工程其中包括七个部分，中心控制室、分析化验室、空压站、公用工程、配电室、设备检修区、消防站。第135页（共135页） 中心控制室：总面积90m2，通过DCS控制系统实现对各装置和设备的远程控制，与生产装置保持足够距离，以便观察调节。分析化验室：总面积60m2，对生产装置中部分物料和产品甲醇进行分析化验，所处位置靠近生产装置和控制室，便于物料的采取和分析。空压站：总面积70m2，主要进行空气压缩处理，为生产装置提供压缩空气，处在生产装置的正西方，便于利用。公用工程：总面积80m2，主要是为厂区各装置提供公用水、电、气等，处在生产装置和辅助设施中间，服务方便。配电室：总面积40m2，为厂区的生产和管理提供电力供应，处在厂区的东南角落，利于为整个厂区提供电力。设备检修区：总面积85m2，对厂区各设施进行检修，位于厂区的西北角落，有大门方便设备的运输。消防站：面积为60m2，为消防装置提供消防水和大型泡沫灭火器，位于生产装置的南方，可迅速对三个车间进行消防处理。3.4.3.3厂区生产、生活等辅助设施包括行政楼、职工食堂、活动室、停车场四个部分。行政楼位于厂区西南角落，即生产装置的年最小频率风向，安全，门前设有草坪和喷泉；活动室可供职工进行休息和运动，停车场位于厂区大门入口右侧，方便使用。3.4.4厂区道路铺设和绿化道路总面积为929m2，辅助生产区与生产区呈双L并行布置，使辅助生产区与生产区有效连接，节约了管道、电线，减少了能量损失，使得控制与检修机动灵活。厂区绿化面积为1486m2，绿化系数达35.58%。通过绿化改善厂区内的生产环境，厂区内绿化主要用到树、花、草坪、喷泉、水池。在厂区围墙、设备检修区、行政楼、储罐区、停车场等。第135页（共135页） 3.4.5厂区布置特色小结（1）半露天化布置半露天化布置可以节约占地，减少建筑物投资，有利于通风、防火、防爆、防毒，便于消防。（2）流程化布置以设备为主体，管道为纽带按工艺流程将各装置各设备联系起来，使得布置更加简单，使得流程清晰，便于安装和铺设。（3）集中化布置同类设备尽量集中布置在一起，便于管理、操作、检修。且使得整个布置美观大方，减少辅助投资（如操作平台）。（4）合理化布置厂区生产和辅助装置合理布局，且整个厂区为环形设计，方便人员和车辆流动及物料运输处理。（5）花园式布置厂区绿化系数达35.58%，厂区环境如花园般优美，工作时身心畅快。3.4.6厂区布置图技术经济指标表2-3-2厂区布置图技术经济指标序号名称单位数量1厂区占地面积m241762建筑占地面积m217613道路占地面积m29294绿化面积m214865建筑系数%42.176利用系数%77.587绿化系数%35.58第135页（共135页） 3.5工厂运输设计3.5.1厂内运输厂区总道路面积929m2，其中L型交叉的为东西主干道，宽度为20m；另有其余干道供车辆出入，进行物料运输；及供人员出入的道路铺设和紧急通道；停车场位于厂区南大门附近，使用便利。3.5.2厂外运输厂外的主要物料运输为产品甲醇的运输，从厂区的东南门运出；原料MDEA和H2的运输，有厂区的东北门输入；从燃煤电厂脱硫装置出来的尾气经管道运输至厂区正北，通过管道送至原料预处理车间进行预处理。人员通过南大门进出，如遇紧急情况，在设备检修区内设有紧急疏散通道。3.6厂区布局说明3.6.1安全项目合成产品甲醇，具有剧毒性、易燃烧性，其蒸气与空气在一定范围内可形成爆炸性混合物。原料气氢气易燃易爆。故厂区内严禁烟火，应设有相应的甲醇和氢气检测装置，以防泄漏，操作人员接触时应佩戴口罩，安全操作。对厂区危险系数较高的合成精制车间及甲醇储罐区等设计时根据最小频率风向确保其对生活区影响最小。所以在防火防爆防毒设计时，应考虑：1、消防站应靠近合成精制车间及甲醇储罐区；2、安装避雷针，防止静电和雷击；3、严格控制管件阀门等，防止甲醇泄漏。第135页（共135页） 3.6.2水电供应合成精制车间需要循环水量较大，循环水为冷却用水，在公用工程里设有凉水塔对其进行冷却，通过管道运至各车间，使用后将其循环回凉水塔中继续使用。凉水塔处于合成车间正西方，根据风玫瑰图，其产生的雾气对生产装置无影响。在CO2捕集车间和合成精制车间都需要大量过热蒸汽，产生蒸汽的锅炉位于公用工程，通过管道输送至各车间使用。厂区的供电系统由配电室供应，电厂出来的电经配电室变压后供厂区使用，电厂位于厂区东南角，便于为整个厂区提供电力支持。第135页（共135页） 4工艺设计方案4.1方案概述燃煤电厂烟气中CO2的大量排放,不仅是资源的严重浪费,而且造成地球的温室效应。甲醇是全球消耗量第三的重要基础有机化工原料，既可以广泛用于有机合成、染料、合成纤维、合成橡胶、涂料和国防等工业，也可以大量用于生产甲醛和对苯二甲酸二甲酯，还可以甲醇为原料经羰基化反应直接合成醋酸。利用二氧化碳经催化加氢合成甲醇是近几年来的科研热点，倍受各国科学家的关注，利用燃煤电厂燃烧后的烟道气中CO2制甲醇既可缓解温室效应,又可节约能源，无论从经济、环境还是社会角度,都具有十分美好的前景。这一工艺主要包括CO2的捕集工段、甲醇合成工段、甲醇精馏工段。4.1.1原料本项目是利用MDEA作为吸收剂吸收二氧化碳，以二氧化碳和氢气为原料来合成甲醇。4.1.2生产规模本项目计划建设捕集量为20万吨/年的二氧化碳的装置和产量为2万吨/年的甲醇厂，以达到对烟道气中二氧化碳的回收利用，提高燃煤电厂的经济、环境及社会效益，满足各个行业对甲醇日益增长的需求。4.2二氧化碳捕集工艺方案的选择与比较4.2.1现有工艺方案概述目前，用于CO2捕集的传统方法有很多，大体上可分为：溶剂吸收法、变压吸附法、膜分离法、低温蒸馏发、催化燃烧法。这些方法生产的CO2第135页（共135页） 都是气态，都需经吸附精馏法进一步提纯净化、精馏液化，才能进行液态储存和运输，现在对这些方法进行简单的介绍。4.2.1.1溶剂吸收法在CO2分离方法中，溶剂吸收法是当前应用最为广泛的方法。根据采用吸收溶剂种类及所依照吸收分离原理的不同，可分为化学吸收法、物理吸收法和物理化学吸收法．溶剂吸收法的工艺基本流程通常包含CO2的吸收和溶剂的再生两个主要步骤，溶剂吸收法采用热再生方式较多，而物理吸收法采用闪蒸再生方式更为有利。1、化学吸收法化学吸收法是利用CO2的酸性特点，采用碱性溶液进行酸碱化学反应吸收，然后借助逆反应实现溶剂的再生。化学溶剂吸收法是当前最好的燃烧后CO2收集法，具有较高的捕集效率和选择性，用于吸收CO2的碱性溶液主要包括碱性盐（热钾碱）溶液、醇胺溶液及氨水。化学溶剂吸收法是脱除和回收CO2最有效的方法，CO2的脱除程度较高，主要适用于CO2分压低、流量大的各类混合气体处理，但溶液再生能耗高，对设备有一定的腐蚀，投资及操作费用高。1）热钾碱法以强碱性碳酸盐热溶液作为吸收溶剂的热钾碱法工艺及在此基础上发展而来的各种改进工艺是CO2脱除最为重要的方法之一。热钾碱法工艺的反应原理：碳酸钾水溶液吸收CO2生成碳酸氢钾，碳酸氢钾在加热后有分解，释放出CO2，碳酸钾得以再生，并重复利用。整个过程用反应式表示为：K2CO3+CO2+H2O=K2HCO3实际上，反应过程又分为以下几步：CO2+H2O→H2CO3H2CO3→H++HCO3-CO32-+H+→HCO-3在热钾碱法工艺中，CO2的吸收温度与再生温度相近，且接近于其在大气压下的沸点，溶液浓度可达40%（质量分数）而不出现沉淀，因而溶剂循环量小，使得热能消耗降低和设备小型化。但热的碳酸钾溶液具有很强的腐蚀性，这是热钾碱法工艺的最大缺点。第135页（共135页） 2）醇胺法（又称胺化合物吸收法）各种醇胺在分子结构中至少含有一个羟基和一个氨基。通常认为，羟基能降低化合物蒸汽压，并增加在水中溶解度；氨基则在水溶液中提供所需碱度，促进对酸性气体的吸收。常用于CO2等酸性气体吸收的醇胺主要有一乙醇胺（MEA）、二乙醇胺（DEA）、三乙醇胺（TEA）、甲基二乙醇胺（MDEA）、二异丙醇胺（DIPA）、二甘醇胺（DGAC）等。醇胺吸收CO2的能力取决其碱性的强弱，与氨基结合的取代基的空间阻碍作用则是决定其碱性强弱的主要因素。几种常用醇胺的碱性强弱关系呈如下规律：MEA＞DEA＞DIPA＞MDEA＞TEA。工业上溶液的选择主要取决于气体的组成、温度及压力以及净化要求等因素。（1）MEA法MEA与CO2的反应:CO2+2HOCH2CH2NH2=HOCH2CH2HNCOO-+HOCH2CH2NH3+MEA法回收CO2的工艺流程:烟气经洗涤冷却后由引风机送入吸收塔,其中大部分CO2被溶剂吸收,尾气由塔顶排入大气。吸收CO2后的富液从塔底流出,由塔底经泵送至冷凝器和贫富液换热器,回收热量后送入再生塔。再生出的CO2经冷凝后分离除去其中的水分,得到纯度大于99.5%的CO2产品气,送入后续工序。再生气中被冷凝分离出来的冷凝液送入地下槽,用泵送至吸收塔顶洗涤段和再生塔作回流液使用。部分解吸了CO2的溶液进入再沸器,使其中的CO2进一步再生。再生塔底部出来的贫液经贫富液换热器换热后送至水冷器,最后进入吸收塔顶部。此溶液往返循环构成连续吸收和再生CO2的工艺过程。图2-4-1为MEA法工艺流程：第135页（共135页） 图2-4-1MEA法工艺流程MEA适合在CO2分压力较低的情况下应用，吸收率受操作压力影响不大，既可在高压下操作，也可在常压下操作，操作温度与烟气温度相当，同时，MEA在醇胺类吸收剂中碱性最强，反应速度快，吸收能力在醇胺类溶剂中最强，因此，MEA法比较适合用于烟气中CO2回收。MEA法存在的主要问题是装置的能耗较高，且MEA的氧化降解较严重，成本较高、吸收慢、吸收容量小、吸收剂用量大、设备腐蚀率高、胺类会被其他烟气成分降解、吸收剂再生时能耗高等不足。因此,有必要对该技术进行改进,以降低成本,提高吸收剂的利用效率。（2）活化MDEA法MDEA与CO2的反应:（HOCH2CH2）2NCH3+CO2+H2O=（HOCH2CH2）2NCH3H++HCO3-MDEA水溶液的发泡倾向和腐蚀性均低于伯胺和仲胺，与CO2生成亚稳定的氨基甲酸氢盐，故再生容易，能耗低，但MDEA溶液与CO2反应速率较慢，需要加入某些添加剂才能提高其吸收CO2的速率。德国BASF公司开发了改良MDAE脱碳工艺过程，以MDEA水溶液为主体，添加小量活化剂如哌嗪、甲基乙醇胺、咪唑或甲基取代咪唑，提高了CO2的吸收速度。图2-4-2为活MDEA法工艺流程图：第135页（共135页） 图2-4-2活化MDEA法工艺流程图（3）空间位阻胺法研究发现，在胺分子中引入某些具有空间位阻效应的基团，可明显改善吸收剂的脱碳脱硫效果。该吸收剂的主要优点是：吸收效率高，溶剂循环量少，能耗和操作费用低，节能效果和经济效益显著。在空间位阻胺类混合吸收剂的研究上，较为成功的例子是关西电力公司和三菱重工联合开发的空间位阻胺类专利产品KS-1、KS-2和KS-3系列吸收剂。KS-1型吸收剂在马来西亚得到了商业化应用，被用于处理CO2体积分数为8％的烟气CO2脱除工艺中，CO2脱除率为90%。（4）氨水吸收法氨水吸收是化学吸收法的一种，由于电厂烟气中CO2含量高达16%,这样,脱除过程所需的氨气浓度必然会很高,而氨气的爆炸极限是15%～28%,若设计不合理,则很容易引起爆炸,因此不推荐采用干法脱碳，一般采用采用氨水喷淋的方法，其吸收CO2的总反应式如下：CO2+NH3+H2O=NH+4+HCO-3研究表明,脱除烟气中的CO2时,氨水优于MEA溶液主要表现在:氨水吸收CO2的反应不是纯放热反应;收容量高达1.2kgCO2/kgNH3；氨水易于再生、可得到高纯度的CO2;副产品NH4HCO3是氮肥,具有一定的经济价值。同时,因为许多电厂用氨水来脱除NOx,所以该法占用设备及场地很少,十分经济。第135页（共135页） 但氨水吸收法也存在一些问题，如吸收产品中的普通碳铵不稳定，挥发损失大，吸收的碳易分解重返大气，削弱了CO2的吸收效率；吸收反应需要在较低温度下进行，烟气降温耗能较大。图2-4-3为氨水吸收法回收CO2工艺流程图2-4-3　氨水吸收法回收CO2工艺流程2、物理吸收法物理吸收法是利用CO2在吸收溶剂中进行溶解而实现脱出的方法。这类吸收溶剂有水、甲醇、碳酸丙烯酯（PC）、N-甲基吡咯烷酮（NMP）、聚乙二醇二甲醚、磷酸三正丁酯（TBP）、聚乙二醇甲基异丙基醚以及甲酰吗啉衍生物等。用于吸收CO2的溶剂要求具备对CO2溶解度大、选择性好、无腐蚀、性能稳定等特性。图2-4-4为物理吸收法工艺流程：物理吸收法的优点是工艺流程简单，吸收在低温、高压下进行，吸收能力大，吸收剂用量少，再生容易，不需要加热，采用降压或常温气提的方法，因而能耗降低，投资及操作费用也较低。但由于CO2在溶剂中溶解服从亨利定律，因此，这类方法最适用于CO2分压较高，而且CO2的脱出程度要求不高的情形。第135页（共135页） 图2-4-4物理吸收法工艺流程3、物理化学吸收法由醇胺和物理溶剂混合而成的物理化学吸收法因兼具物理吸收法和化学吸收法的性能而获得较为广泛的应用。这类工艺多用于有机硫的气体进行脱硫和脱碳，主要有以甲醇与醇胺溶液为溶剂的Amisol工艺，以叔胺溶剂与物理组分组成的脱硫溶剂Optisol工艺，具有选择性脱硫能力的Selefining工艺，由DIPA或MDEA和环丁砜溶液为吸收剂的Sulfinol工艺等，其中以Sulfinol工艺因具有身份优良的脱碳脱硫以及脱有机硫的性能而应由最广。4.2.1.2变压吸附法变压吸附（PSA）是20世纪60年代后期发展起来的常温气体分离净化技术，其基本原理是利用吸附剂对不同气体的吸附容量随压力的不同而有差异的特性，在吸附剂选择吸附的条件，加压吸附混合物中的杂质（或产品）组分，减压解析这些杂质（或产品）组分而使吸附剂得到再生，已达到连续制取产品的目的。主要的变压吸附剂有氧化铝类、活性炭类、硅胶类和分子筛类吸附剂。PSA以其工艺过程简单、能耗低、适应能力强、操作方便、技术先进、紧急合理等优点，获得了迅速发展。变压吸附分离提纯CO2工艺较适合CO2含量在20%-60%的各种工业气体，如石灰窖气、合成氨变换气等，对于CO2第135页（共135页） 含量偏低的气体（如烟道气），由于需要消耗大能量去压缩80%以上的无用组分来满足变压吸附分离所需的最低压力，经济上不合算。且由于吸附容量有限，需要采用大量吸附剂，再生解吸繁，要进行大规模工业化生产，要求自动化程度较高，才能实现连续化生产。图2-4-5所示为变压吸附法生产CO2工艺流程：图2-4-5变压吸附法生产CO2工艺流程PSA运用在电厂CCS中存在最大的两个问题是：①大型化后，占地面积太大，电厂无法接受；②对于非产品的CO2气体，捕集的能耗和成本使电厂难以接受因此提高吸附剂的性能。开发紧凑有效的吸附系统是解决以上问题的主要途径。4.2.1.3膜分离法膜分离法是借助混合气体中各组分再摸中渗透率的不同而获得分离的方法，它具有装置简单、操作方便、能耗较低等优点，是一种发展较为迅速的节能型气体分离技术。常用的分离膜有聚苯氧改性膜、二胺基聚砜复合膜、含二胺的聚碳酸酯复合膜、丙烯酸酯低分子膜以及中空纤维膜，用于CO2分离的膜为办渗透性的非多孔介质膜，有高分子材料或有机物制成。膜分离工艺流程见图2-4-6：第135页（共135页） 图2-4-6膜分离工艺流程膜分离法对膜的性能要求高，要求不仅具有高的CO2选择性，而且CO2在膜上的透过率越高越好。而烟气中的主要成分N2和CO2的分子大小相差不是太多，所以往往不容易分离。膜分离过程由于其较大的界面，较好的装置模块性和操作可塑性以及高的传质系数使得其成为替代化学吸附过程最有潜力的一项二氧化碳捕集技术。膜分离主要缺点是薄膜耐久性差，且分离效率低，因此需要使用2段以上的薄膜分离程序，才能达到一定的分离效率．另外受其自身材质的影响，这类膜在高温、高腐蚀性环境中的应用还受一定的限制，在使用过程中容易老化，不大适合于矿物燃料燃烧产生的气体脱除，适合处理含量较高的气体。4.2.1.4低温蒸馏法低温蒸馏法是通过低温冷凝分离CO2的一种物理过程，利用烟气中各组分相对挥发度的差异，将烟气多次压缩和冷却，以引起CO2的相变，在低温下将烟气中各组分按工艺要求冷凝下来看，然后用蒸馏法将其中各类物质依照蒸发温度的不同逐一加一分离，达到从烟气中分离CO2的目的。低温蒸馏法对于CO2含量高于60％的回收较为经济，适用于油田现场。其优点在于能够产生高纯、液态的CO2，便于管道输送。但该工艺设备投资较大，能耗较高。在未来的IGCC设计或CO2再循环系统中,由于烟气中含有高浓度CO2,低温蒸馏法值得考虑,其优点是可以产生用管道输送的液体CO2。低温蒸馏法生产工艺流程如图2-4-7所示：第135页（共135页） 图2-4-7低温蒸馏法生产工艺流程4.2.1.5催化燃烧法此法适合于气体中二氧化碳含量较高(一般大于80%)且气体中含有乙烷、丙烷、丁烷等不易于利用分子量差别分离的物质的情况。此法的回收机理是:通过将气体中的可燃烃及有机可燃物质燃烧成二氧化碳,再经分离水和过量的氧气以及少量惰性气体后成功地将二氧化碳提纯到99.99%以上。此法工艺简单、操作稳定、提纯成本低、产品纯度高,适用于其它提纯方法之后的精提纯。但能耗和成本高，已被淘汰。4.2.1.6其它吸收法1）钙基吸收剂法高温环境下吸收CO2常用的方法是钙基吸收剂法,其原理是利用石灰石等含钙基矿物在高温下进行循环煅烧/碳酸化反应(CCR)吸收CO2。石灰石在煅烧炉中分解,温度一般大于900℃,同时回收产生的CO2;形成的CaO进入碳酸化反应器中吸收CO2,温度一般为650～750℃;产生的CaCO3再进行煅烧分解,循环吸收CO2。第135页（共135页） CaO(s)+SO2(g)+1/2O2(g)=CaSO4CaCO3(s)+1/2O2(g)+SO2(g)=CaSO4(s)+CO2(g)CaO(s)+CO2(g)←→CaCO3(s)钙基吸收剂法具有诸多优点:钙基吸收剂具有较大的吸收容量,可得到纯度很高的CO2;能够直接在较高温度下实现CO2的分离;钙基吸收剂储量丰富、分广泛、价格低廉,可降低操作成本。但钙基吸收剂的热稳定性及碳酸化转化率是目前研究中有待解决的问题。2）金属氧化物法金属氧化物法去除CO2的原理是利用碱性的金属氧化物吸收酸性的CO2气体生成碳酸盐,在高温下此反应逆向进行,因此又使得金属氧化物得以再生。锂基吸收剂是当前研究较多的金属氧化物吸收剂。LiOH对CO2的吸收率很高,理论上为91.7%。因此,LiOH在便携式生保系统中用于CO2净化具有非常明显的优势,其化学反应方程式为：2LiOH+CO2→Li2CO3+H2OLiOH吸收CO2后,难以再生。为此,余青霓等通过在Ag2O中添加合适的催化剂和粘结剂,制备出抗压强度为0.4MPa、堆密度为1.53g/mL、单位体积CO2吸收容量达0.2g/mL、再生性能较好的CO2吸收剂。3）碱金属基吸收法碱金属基吸收剂干法脱除CO2技术的基本原理主要通过以下2个化学反应实现：碳酸化反应：M2CO3(s)+CO2(g)+H2O(g)→2MHCO3(s)再生反应：2MHCO3(s)→M2CO3(s)+CO2(g)+H2O(g)(M为Na或K)CO2碱金属基吸收剂属于低温吸收剂,其碳酸化温度为60～80℃,再生温度为100～200℃.在该温度下,吸收剂不易失活,多次循环后仍可保持较高的转化率.该系统可置于脱硫、脱硝设备之后,避免因硫氧化物、氮氧化物造成吸收剂大量失效.经脱硫、脱硝后,烟气温度降至200℃左右,该反应系统所需能量可完全由烟气余热提供.据报道,该方法的能耗可比传统的MEA吸收法下降16%.因此碱基吸收剂具有广阔的应用前景。该技术工艺具有以下特点:第135页（共135页） (1)原料为廉价易得的化学药品和载体材料;(2)吸收剂制作工艺流程简单,造价低;(3)吸收剂再生方便,多次循环利用后,仍可维持很高的反应活性;(4)脱碳系统构造简单,设备投资少,运行控制方便;(5)在干燥条件下反应,对设备无腐蚀,吸收剂和产物为无害物品,不会造成二次污染;(6)吸收反应和再生反应所需温度低,其能耗通常比湿法处理技术低;(7)吸收反应对温度的要求较严格4）电化学法电化学法是利用熔融碳酸盐燃料电池膜从烟气中分离出CO2，熔融碳酸盐燃料电池是在闭合电路(应用一个外部电动势)下通过膜传输CO32，其反应原理如下：阴极：O2+2CO2+4e=2CO32－阳极：2H2+2CO32－=2CO2+2H2O+4e总反应：O2+2H2=2H2O熔融碳酸盐电化学电池分离CO2有几个优点:熔融碳酸盐在燃料电池方面的应用有广泛的技术基础;随着温度的升高,约100%的熔融碳酸盐对CO32-进行了传输;在600℃显示了高约1s/cm的电导率,CO32-的扩散率相当于10-5cm2/s;从电厂烟气中分离CO2的附加电力费用较低。但是,熔融碳酸盐电化学电池用于电厂烟气分离CO2也存在诸多缺点:熔融碳酸盐在高温下具有极强的腐蚀性,其制作和操作都很困难;烟气中的SO2也会毒化电池;在高温烟气环境下,还存在电解质隔离和电极退化问题。此外,熔融碳酸盐电化学法还需要在具有更高传导性的碳酸盐离子固态电解质研制方面取得突破并进一步优化工艺,可望成为一种有竞争力的CO2分离捕集技术。5）CO2水合物分离法水合物分离技术作为一种新型的分离手段,近年来受到国内外的广泛关注。由于不同气体形成水合物的难易程度不一样,因此可通过生成水合物使易生成水合物的组分优先进入水合物相,从而实现气体混合物的分离。图2-4-8为利用水合物分离技术进行天然气中捕集CO2第135页（共135页） 的流程:将经过预处理过酸性天然气通入水合反应器,在合适的操作条件下使混合气中易生成水合物的CO2组分生成CO2水合物,被提浓的CH4自反应器顶部引出。所生成的CO2水合物经脱水后可直接利用,或随水转入水合物分解器中,分解后回注油气藏以提高采收率。分解后的水或水与添加剂的混合物返回水合反应器,循环利用。图2-4-8　水合物法天然气脱碳流程图水合物分离与其他分离相比,有压力损失小、分离效率高、工艺流程简单、设备投资小、可连续生产等特点,因此具有明显的技术经济优势。水合物分离在液相环境中进行,CO2会对净化过程产生一定影响。通过对净化装置采取合理选材、进行表面处理、采用阴极保护、添加缓蚀剂等措施,可有效解决装置腐蚀防护的问题。6）膜基吸收法膜基吸收法与传统塔式吸收器相比,具有装填密度高、气液接触界面稳定、无泡沫、无液泛等优点,对于处理量小、浓度低的情况,膜分离—溶剂吸收耦合技术具有优势。膜基吸收法的优点是膜的渗透性和选择性均好且能耗低,是未来的发展趋势。目前,利用膜接触器吸收CO2还存在着一系列的问题,如膜材料的使用寿命短;有机吸收溶液容易润湿膜孔,使传质性能下降;在较大的温度范围内很难控制吸收液的热稳定性等问题。而且这种技术研究大都还停留在实验室阶段,距离这一技术的商业应用还较遥远。图2-4-9所示为膜基吸收CO2工艺流程示意图：第135页（共135页） 图2-4-9膜基吸收CO2工艺流程示意图4.2.2吸收工艺方案比较分析综上述，将几种已经工业化的工艺方案的工艺情况列表如下：表2-4-1已工业化的工艺方案的工艺情况项目工艺方案吸收温度（℃）吸收压力（MPa）解吸温度（℃）解吸压力（MPa）吸收率（CO2）产品纯度（CO2）氨水吸收法25～380.8～1.260～76.70.8～1.295%～99%，甚至100%≥99.996%MEA法38～450.07110～1200.0283.3%99.5%变压吸附法≤401.26～6.66≤53.575%～90%98.5%活化MDEA法38～401.3～1.7100～1200～0.899%＞97%热甲碱法21～370.0780%膜分离法41～45>6.990%95%聚乙二醇二甲醚法10～1599.9%第135页（共135页） 低温甲醇法-35～-551.030.34～0.4897%钙基吸收剂法650～750800～90078.6%碱金属基吸收(Li)60～805～7100～2005～791.7%金属氧化物法500～60080056%水合物法1.2201.26从技术角度来说上述CO2的捕集回收技术都是可行的，且在某些情况下综合运用更有效，在能量的回收利用上还具有很大的潜力可挖。1）化学溶剂吸收法是当前最好的燃烧后CO2收集法，具有较高的捕集效率和选择性，用于吸收CO2的碱性化学溶剂主要包括碱性盐（热钾碱）溶液、醇胺溶液及氨水。化学溶剂吸收法是脱除和回收CO2最有效的方法，CO2的脱除程度较高，主要适用于CO2分压低、流量大的各类混合气体处理，但溶液再生能耗高，对设备有一定的腐蚀，投资及操作费用高。2）物理吸收法的优点是工艺流程简单，吸收在低温、高压下进行，吸收能力大，吸收剂用量少，再生容易，不需要加热，采用降压或常温气提的方法，因而能耗降低，投资及操作费用也较低。但由于CO2在溶剂中溶解服从亨利定律，因此，这类方法最适用于CO2分压较高，而且CO2的脱出程度要求不高的情形。3）膜分离工艺过程简单,操作简便同时脱除气体中的水分,便于气体运输，其主要缺点是薄膜耐久性差，且分离效率低，另外受其自身材质的影响，在高温、高腐蚀性环境中的应用还受一定的限制，在使用过程中容易老化。膜分离技术中，吸收膜吸收CO2时基本不耗能源，但在把CO2转化成CH3OH过程中，生产氢气时要消耗大量能源，然而副产品CH3OH的回收可以在一定程度上弥补这种支出，值得推广。4）变压吸附（PSA）法的工艺过程简单、能耗低、适应能力强、操作方便、技术先进、经济合理，但对于CO2含量偏低的气体（如烟道气），由于需要消耗大能量去压缩80%以上的无用组分来满足变压吸附分离所需的最低压力，经济上不合算，且由于吸附容量有限，需要采用大量吸附剂，再生解吸繁，故要进行大规模工业化生产，其要求自动化程度较高。第135页（共135页） 5）低温分离法优点在于能够产生高纯、液态的CO2，便于管道输送，但由于要对烟气进行压缩，脱水，脱硫，成本太高，因此很少单独使用。对于还未工业化的CO2捕集回收工艺而言，也存在着种种问题。而且由于工艺开发研究周期很长，投资费用高，这些仍处于实验室科研或者中试阶段的CO2捕集回收工艺何时开始工业化并走向成熟，其经济及社会效益又如何，一切都是未知的。4.2.3吸收工艺方案的选择综上所述，化学吸收法的优势显而易见，而其中的MDEA、MEA、氨法等工艺较成熟。MEA吸收能力强、反应速度快、受操作影响较小，但氧化降解严重，成本高，吸收剂用量高；氨水吸收能力强、负荷小、成本少，但极易挥发、用量大；MDEA吸收量大、再生能耗小、对设备腐蚀性小，虽其反应速度慢，加入活化剂后有显著提高，尚属理想吸收剂。本项目决定选用活化MDEA法来实现二氧化碳的捕集，其活化剂选定为苯并咪唑，相比其他活化剂，其稳定性较好且缓释性优良。4.3甲醇合成工艺比较4.3.1甲醇合成现有工艺方案概述目前合成甲醇的工艺路线有氯甲烷水解法、甲烷选择氧化法、二氧化碳加氢以及一氧化碳加氢等。下面将对这些方法进行简单的介绍：4.3.1.1氯甲烷水解在常压、温度为573～620K的操作条件下,氯甲烷在碱性溶液中可以水解制取甲醇。在消石灰作用下,氯甲烷转化为甲醇和二甲醚的反应式如下所示:2CH3Cl+Ca(OH)2=CaCl2+2CH3OHCH3Cl+CH3OH=CH3OCH3+HClCH3OCH3+H2O=2CH3OH第135页（共135页） 氯甲烷的转化率为98%,甲醇产率为67%。该工艺虽然简单,同时又是令人所期望的常压操作,甲醇产率和氯甲醇的转化率也比较理想,但是迄今为止此法尚未得到工业应用。其原因是氯甲烷是以氯化钙的形式损失了,成本太高。4.3.1.2甲烷氧化工艺甲烷可以直接氧化合成甲醇,在热力学上是可行的,分为催化选择性氧化和非催化氧化两种方法。甲烷氧化生成甲醇的反应式如下：2CH4+O2→2CH3OH1）催化氧化法目前催化氧化的工艺技术是基于天然气蒸汽转化即部分氧化成甲醇后再部分氧化成合成气。但是,由于活化甲烷分子比较困难,所以氧化甲烷的条件很苛刻。鉴于甲烷氧化为甲醇后又极容易再度氧化成二氧化碳和氢气,所以从热力学上考虑,目的产物甲醇是不稳定的。因此,选择甲烷氧化制甲醇的催化剂必须具备高的选择性,同时又具有较好的稳定性。一般的催化剂随温度的升高,甲烷的转化率升高,而甲醇的选择性则降低。典型的较理想的催化剂的转化率只有5%,甲醇的选择性只有50%,其他产物主要是甲醛、甲酸约占40%。目前已经有工业运行的实验装置,但仍未实现工业化。2）直接氧化法该法能够大量降低投资和能耗,但控制条件较为苛刻。原料中不宜存在某些烃类,否则将降低转化率;氧含量宜在8%左右,过小则转化率降低,过大则氧化过度;操作条件在644～755K,9MPa。所得甲醇收率(摩尔分数)为217%。甲烷非催化氧化制甲醇是一个由诸多因素控制的复杂体系,在适当的条件下,甲烷的非催化氧化可以达到40%～50%的甲醇选择性,与此相应的甲烷转化率为9%～5%。研究表明，由于甲烷的不活泼性,氧气的转化率随温度的变化曲线呈陡峭的S形,使得非催化条件下的甲烷氧化反应难以控制。4.3.1.3CO2加氢工艺CO2加氢制取甲醇是近年来甲醇合成的一个新的研究方向。目前CO2第135页（共135页） 加氢合成甲醇催化剂大多是在CO加氢制甲醇催化剂的基础上加以改进得到的其催化剂一般选用Al2O3、Nb2O5、SiO2、La2O3、ZnO、CeO2、Cr2O3、ZrO2、TiO2、MgO作载体,以Cu/Zn等金属为主催化剂，典型的催化剂是CuO2-ZnO-Al2O3、Cu-SiO2、Cu-ZrO2。CO2制甲醇工艺流程与传统甲醇合成工艺相比差别不大,投资成本较低,国内外已有工业化实例,具有可行性。CO2制甲醇既可缓解温室效应,又可节约能源无论从经济、环境还是社会角度,都具有十分美好的前景。但大多数催化剂都存在甲醇选择性不高、CO2转化率低的不足,且受氢源问题的限制,要想大规模实现工业化生产,仍需做更多的工作，因此，能否找到合适的催化剂是用H2和CO2合成甲醇工业化的关键。4.3.1.4CO加氢工艺CO加氢制甲醇就是指将各种原料经过蒸汽转化或者水煤气转化成CO和H2,再由CO和氢气合成甲醇的工艺。工业上CO加氢合成甲醇常用的原料有石脑油、渣油、煤炭、炼焦以及含有H2/CO的工业尾气等,不管什么原料,就其反应而言,它们都有一个共同的特点,就是在进行反应之前,均须将它们转化成一氧化碳和氢气,这个过程就是原料气的制备。在原料气进入反应器之前,往往需要向里补充少量的二氧化碳,其目的只是从技术上考虑用来调节合成气的碳氢比,以达到较高的转化率。4.3.2甲醇合成现有工艺方案比选表2-4-2各种工艺方案的优缺点及工艺现状的比较生产工艺优点缺点工艺现状第135页（共135页） 氯甲烷水解法①工艺虽然简单；②常压操作；③甲醇产率和氯甲醇的转化率比较理想。成本太高止此法尚未得到工业应用甲烷氧化法催化氧化法①氧化甲烷的条件很苛刻；②目的产物甲醇是不稳定的①催化剂要求高；②催化剂的转化率低,甲醇的选择性也较低。目前已经有工业运行的实验装置,但仍未实现工业化。直接氧化法能够大量降低投资和能耗控制条件较为苛刻CO2加氢法①投资成本较低②可缓解温室效应；③节约能源；④具有良好的经济、环境效益。催化剂的甲醇选择性不高、CO2转化率低的不足国内外已有工业化实例,具有可行性CO加氢法技术成熟,转化率低应用最多,运行最广。是目前世界上工业生产甲醇的常用方法方案评述：1、对比甲醇各种合成工艺方案，CO2制甲醇工艺流程与传统甲醇合成工艺相比差别不大，投资成本较低，国内外已有工业化实例，具有可行性。且CO2制甲醇既可缓解温室效应,，可节约能源，无论从经济、环境还是社会角度,都具有十分美好的前景。但大多数催化剂都存在甲醇选择性不高、CO2转化率不足等问题，但加入催化剂后转化率明显提高。2、在各种催化剂中，铜基催化剂研究得最多，综合性能最好，C301型甲醇合成催化剂是合成甲醇的高效催化剂。3、由于CO2的化学惰性，适当提高反应温度和反应压力有利于提高合成甲醇的反应速率；另外由于CO2性质稳定、易于存放、使用安全，与CO加氢的合成路线相比,，CO2加氢具有反应条件温和、选择性高及CO2的转化与游离CO无关等优点。综上所述，随着一碳化学的发展和二氧化碳活化机理的深入研究，第135页（共135页） 在不久的将来二氧化碳将会成为制取甲醇最受欢迎的化工原料。目前已经有中试装置，且国内外已有工业化实例，具有可行性，但二氧化碳加氢制甲醇催化剂的甲醇选择性太低。不过基于二氧化碳加氢制取甲醇的投资成本较低,可缓解温室效应,又可节约能源，无论从经济、环境还是社会角度,都具有十分美好的前景，二氧化碳加氢是甲醇合成路线的研究热点。4.4甲醇催化剂的选择4.4.1催化剂的分类利用二氧化碳加氢合成甲醇的众多催化剂体系大致可分为三类：一类是铜基催化剂，另一类是以贵金属为主要活性组分的负载型催化剂，还有一类是其它催化剂，其中以铜基催化剂研究得最多，综台性能最好。1）铜基催化剂在各种催化剂中，铜基催化剂研究得最多，综合性能最好。除金属氧化物自身性质外，其催化活性还与分散度、助剂以及载体类型有很大关系，通过各种金属氧化物载体对Cu使化剂活性影响的研究发现，Cu-Zn系催化剂是合成甲醇的高效催化剂，而不同载体上甲醇收率大小的关系为：Cu-ZnO／(Al2O3，SiO2．TiO2)＞Cu-ZnO／(ZrO2,Cr2O3)＞Cu-ZnO／CeO2。近年的研究主要集巾在对Cu-Zn系催化剂的改进，包括添加辅助元素和催化剂的超细化，即超细铜基催化剂的制备已成为一种发展趋势。表所列为近年来开发的几种Cu-ZnO系高效催化剂的反应件能。表2-4-3几种二氧化碳加氢合成甲醇Cu—Zn系催化剂性能催化剂压力MPa温度℃空速h-1甲醇收率g·(L·h)-1第135页（共135页） n(H2)：n(CO2)=3：1CuO-ZnO-Al2O3-Cr2O3324020000411CuO-ZnO-TiO2524020000504La/Cu-ZnO-Al2O3-Cr2O382504700502Cu-ZnO-Ga2O3525018000738n(H2)：n(CO2)：n(CO)=75:22:3Cu-ZnO-ZrO2-Al2O3-Ga2O3525018000785-Ga2O3Cu-ZnO-ZrO2-Al2O3-Ga2O3525010000＞600Pd/Cu-ZnO-Al2O3-Ga2O3-Cr2O38270188001300*收率为每小时每千克催化剂合成甲醇的克数。2）以贵金属为主要活性组分的负载型催化剂经学者们的研究和尝试，已获得一些活性较好的催化剂，如Pd／CeO2催化剂在500℃下经H2还原后，对二氧化碳加氢合成甲醇显示出高活性和长寿命；Pd／ZrO2，Pt／Nb2O5在反应中显示出高的催化活性；PtW／SiO2，PtCr／SiO2有较高的甲醉选择性，在473k，3MPa，CO2／H2＝1／3的条件下，PtW／SiO2催化剂上的二氧化碳转化率为2.6％，甲醇选择性为92.2％；Re／ZrO2，Nb2O5也是二氧化碳加氢合成甲醇有效的催化剂，在433K，1MPa条件下，Re／ZrO2催化剂上的甲醇选择性为73.2％，在493K时，甲醇的选择性为52.0％。3）其他催化剂对碳化物催化剂的催化性能的研究结果表明，Mo2C和Fe3C的催化性能相对较好。在220℃，Mo2C和Fe3C的二氧化碳转化率分别为4.6％和2.8％，甲醇选择性分别为17.7％和24.3％。对SnCl4催化剂的研究结果为：在473K，10MPa条件下，二氧化碳转化率为8.8％，甲醇收率为8.2％。—项二氧化碳加氢合成甲醇的日本专利技术(JP6179632／1994.6.28)采用的是由二甘醇二甲醚组成的液相催化体系，其二氧化碳转化率为56.9％，甲醇选择性为91.7％。第135页（共135页） 另外，还有学者采用冷等离子体技术和膜反应技术进行二氧化碳催化加氢合成甲醇的研究。Bill等人研究了无声放电二氧化碳-H2等离子体反应合成甲醇的反应机理，认为等离子体中的高能电子先使二氧化碳和H2解离，并由此引发链反应生成甲醇。4.4.2催化剂比较目前所研究出的二氧化碳催化加氢合成甲醇的具体工况如下表：表2-4-4三类催化剂体系的工艺情况类型催化剂压力MPa温度℃转化率(CO2)选择性(甲醇)空速h-1甲醇收率g/(L×h)铜基催化剂Cu-ZnO-Al2O35.15264.816%28.2%CuO-ZnO-Al2O34.024020.09%55.93%9742391CuO-ZnO-SiO23.02555000Cu-ZnO-ZrO23.025012%50%8000CuO-MnO2-Al2O32.032026%16.0%1500CuO-ZnO/SiO2-ZrO22.024014.86%90.42%2400Cu-ZnO/TiO2-SiO22.026017.08%76.34%2500126Cu-ZnO-La2O31130029.5%99.9%Pd／La2O31130510.8%89.4%Cu／Zn／Cr／Al+Ag／Al2O35.025027.1%99%负载型催化剂Pd/La2O31235089%PtW/SiO23.02002.6%92.2%Re/ZrO21.026073.2%其他催化剂Mo2C2204.6%17.7%Fe3C2202.8%24.3%WC2201.4%22.4%SnCl4102008.8%93.2%LP205.023020.7%61.5%1000由上表可以看出，这些催化剂催化反应时，其中选择性高的为CuO-ZnO/SiO2-ZrO2、、Cu-ZnO-La2O3、、Cu／Zn／Cr／Al+Ag／Al2O3，操作温度都差不多，但CuO-ZnO/SiO2-ZrO2、的转化率比较低，只有14.86%;而Cu-ZnO-La2O3的操作压力比较高；Cu／Zn／Cr／Al+Ag／Al2O3第135页（共135页） 的选择性达到了99%、转化率为27.1%、操作压力为50atm。综合考虑了温度、压力、二氧化碳的转化率、甲醇的选择性等因素后，最终决定选择C301型甲醇合成催化剂。4.5工艺流程经燃煤电厂除尘、脱硫后的烟气经泵和换热器达60℃、15bar后从吸收塔底部进入吸收塔，与经处理的MDEA吸收液逆向接触，吸收了CO2的富液经换热后达100℃、1.5bar进入解析塔，解析出的CO2经换热和闪蒸除去其中的水蒸气后，进入合成甲醇工段与H2及经反应循环回来的循环液在混合器中混合后，用多级压缩机和换热器换热至250℃、50bar后送入反应器，反应所得的粗甲醇去精馏塔进行精馏。其工艺流程图如下：图2-4-10MDEA吸收CO2工艺流程图第135页（共135页） 图2-4-11甲醇合成工艺流程图4.5.1反应原理4.5.1.1MDEA捕集CO2反应原理N-甲基二乙醇胺与CO2反应如下：（1）（2）(1)+(2)式：（3）反应受（1）控制，反应（1）是CO2水化反应，在25℃时反应速率常数KOH=104L/克分子·s，[OH]=10-3～10-5克分子。所以反应（3）是很慢的反应。当在MDEA溶液中加入少量的0.6mol/L苯并咪唑活化剂时，吸收CO2反应按下面的历程进行：（4）（5）(4)+(5)式：第135页（共135页） （6）反应式（6）受反应式（4）控制，反应式（4）是二级反应，在25℃时反应速率常数KAM=104L/克分子·s，加入1%～4%活化剂，其游离胺[R’2NH]＞10-2克分子。由此看出，反应（4）的反应速度大大快于反应（1）。综上所述，加入活化剂后，改变了MDEA溶液吸收CO2的历程，加快了反应速度。活化剂在表面吸收CO2，然后向液相（MDEA）传递CO2，起到了传递CO2的作用，而活化剂又可被再生。CO2捕集回收过程中具体的反应式如下：（HOCH2CH2）2NCH3+CO2+H2O→（HOCH2CH2）2NCH3H++HCO3-4.5.1.2二氧化碳加氢合成甲醇的反应原理CO2催化加氢制甲醇反应方程式如下：CO2+3H2=CH3OH+H2O(5)ΔH0298=-49.01kJ/molΔG0298=3.79kJ/molΔn=-2副反应有主要有：CO2+H2=HCOOHHCOOH+CH3OH=HCOOCH3+H2O2CH3OH=CH3OCH3+H2O此反应是分子数减少的放热反应,较高的体系压力和较低的反应温度有利于甲醇的生成,但考虑到反应速度和CO2的化学惰性,适当提高反应温度,可以帮助活化CO2分子,提高合成甲醇的反应速率；另外,增大反应体系的压力,有利于反应向生成甲醇的方向进行。因此,适当提高反应温度和选择适宜的操作压力,可使反应在热力学许可的情况下进行。4.5.2工艺流程简介4.5.2.1MDEA捕集二氧化碳工段经燃煤电厂除尘、脱硫后的烟气经泵和换热器达60℃、15bar后从吸收塔底部进入吸收塔，与经处理的MDEA吸收液逆向接触，吸收了CO2的富液经换热后达100℃、1.5bar进入解析塔，解析出的CO2经换热和闪蒸除去其中的水蒸气后，进入合成甲醇工段。此吸收过程采用“两段吸收，两段解析”第135页（共135页） 方针。吸收了二氧化碳后的富液从吸收塔下部流出，通过贫富液换热器换热后达到100℃后进入解析塔上部，解析过后的溶液半贫液从解析塔中部流出经半贫液泵打入吸收塔中部吸收二氧化碳，贫液出解析塔下部流出，经过贫富液换热器，贫液换热器达50℃后进入吸收塔上部吸收二氧化碳。吸收液循环使用。其间进行的化学反应方程为：图2-4-12活化MDEA法吸收CO2工艺流程图4.5.2.2甲醇的合成精馏工段CO2、H2及经反应循环回来的循环液在混合器中混合后，用多级压缩机和换热器换热至250℃、50bar后送入反应器，反应所得的粗甲醇经三次换热和两次闪蒸至30℃、2.25bar，即可作为进精馏塔的原料气。第135页（共135页） 图2-4-13甲醇的合成工段流程示意图4.6工艺特色该项目CCS&U系统特色小结：1）系统性，该系统以燃煤电厂烟气中的CO2的捕捉、利用为主线，整个工艺系统系统一致。2）合理可行性，整个工艺流程的设计计算满足相应的规范和标准，工艺合理可行。3）安全性，系统操作稳定，生产安全，事故隐患小，符合相应规范。4）经济性，所得产品甲醇为基本化工原料，需求量大，有一定的经济效益。第135页（共135页） 5物料热量衡算本工艺采用活化MDEA吸收华能珞璜电厂脱硫除尘后的烟气中的CO2，再将吸收液中的CO2解析出来，MDEA循环使用，解析的CO2与H2反应制得粗甲醇，再经精馏得到产品甲醇。在设计中，利用Aspenplus对整个流程进行模拟，并在此基础上完成物料衡算和热量衡算。5.1物料衡算物料衡算主要针对有物料变化的设备，本工艺中，需要考虑的设备有吸收塔、解析塔、反应器。5.1.1CO2捕集车间CO2捕集车间包括CO2吸收工段和解析工段。CO2吸收工段是用MDEA吸收经脱硫除尘后的CO2，并达到90%的吸收率；CO2解析工段即是吸收了CO2的MDEA富液在解析塔中进行解析，解析后MDEA循环使用，解析后的CO2进入反应工段。其中物料变化的设备有包括吸收塔、解析塔。年处理20万吨CO2捕集与利用项目工艺初步设计烟道气体组成组分组分N2CO2O2H2OSO2NOx飞灰组成（%）73.9612.565.67.85＜50mg/m³＜50mg/m³＜10mg/m³体积流量m³/h（标准）78971.5312855.83摩尔流量kmol/h3525.51573.921烟道气中SO2,NOx含量很低，对整体影响可忽略不计，因此可以认为除CO2外的气体均视为惰性气体，并以氮气计算，则烟道气体组分拟定为二氧化碳14%，氮气86%。出口烟气温度为80℃，常压。第135页（共135页） 二氧化碳摩尔流量200000×1000÷330÷24÷44=573.921kmol/h标准状况下体积为573.921×22.4=12855.83m³/h实际烟气体积为12855.83×（80+273）÷273=16623.11m³/h质量流量573.921×44=25252.25kg/h惰性气体摩尔流量573.921÷0.14×0.86=3525.51kmol/h标准状况下体积为3525.51×22.4=78971.53m³/h实际烟气体积为78971.53×（80+273）÷273=102113.37m³/h质量流量3525.51×44=98714.42kg/h烟气经压缩和换热后温度为60℃压力为1.5MPa，在状态下二氧化碳的体积流量为12855.83×（60+273）/273×0.101325/1.5=1059.27m³/h惰性气体的体积流量为78971.53×（60+273）/273×0.101325/1.5=6505.95m³/h经吸收塔后出塔烟气中二氧化碳所占体积比0.005，吸收塔出口气体体积为6505.95/（1-0.005）×0.005+6505.95=6539.65m³/h吸收塔吸收二氧化碳的量为1059.27+6505.95-6539.65=1026.57m³/h吸收率1026.57÷1059.27×100%=96.91%5.1.1.1CO2吸收塔（1）操作条件：气体进塔温度：60℃出塔温度：50℃出塔溶液（富液）温度：80℃下段进塔溶液（半贫液）温度：70℃上段进塔溶液（贫液）温度：50℃（2）溶液组分贫液转化度Fc1=0.026半贫液转化度Fc2=0.324富液转化度Fc3=0.552贫液与半贫液的流量比0.25∶0.75=1∶3溶液摩尔浓度为8.74mol/L反应式：(HOCH2CH2)2NCH3+CO2+H2O=(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-因此1molMDEA能吸收1molCO2，则每立方米溶液吸完全吸收的CO2量为：第135页（共135页） 8.74×22.4=195.77m³CO2/m³溶液溶液的平均转化度为：FC=0.026×(FC3-FC1)+0.026×3×（FC3-FC2）=0.129则平均每立方米溶液吸收的二氧化碳量为：195.77×0.129=25.26m³CO2/m³溶液（3）吸收溶液流量的计算溶液的吸收能力为V吸收=25.26m³CO2/m³溶液则溶液的流量为L=VCO2/25.26=1026.57/25.26=40.64m³/h富液流量L富液=40.64m³/h贫液流量L贫液=40.64×0.25=10.16m³/h半贫液流量L半贫液=40.64-10.16=30.48m³/h由组合转化度0.552得转化为(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-的MDEA量为8.74×0.552=4.82mol/L则富液中(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-量4.82×1=4.82mol/LMDEA量8.74-4.82=3.92mol/L5.1.1.2CO2解析塔（1）已知条件再生塔上段溶液进口温度：100℃再生塔半贫液出口温度：108℃贫液出口温度：115℃溶液处理量：40.64m³/h上段排出液（半贫液）：30.48m³/h再生度：IC1=1+0.324=1.324下段排出液（贫液）：10.16m³/h再生度：IC2=1+0.026=1.026再生塔压力：0.15MPa再生塔水气比CO2/H2O=2.0(2)物料横算由反应方程式(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-→(HOCH2CH2)2NCH3+CO2+H2O知道1mol(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-可以解析1molCO2每立方米溶液完全解析的CO2量为第135页（共135页） 4.82×22.4×1=108.07m³CO2/m³溶液溶液的平均再生度：IC=0.026×(Ic3-IC2)+0.026×3×(Ic3-IC1)=0.129则每平方米溶液解析的CO2量：V再生CO2=108.07×0.129=13.94m³CO2/m³溶液再生气中CO2的流量：VCO2=13.94×40.64=566.67m³/h水蒸气流量：VH2O=566.67/2=283.33m³/h则再生气流量：V=566.67+283.33=850m³/h溶液中残留的CO2的量：V残留CO2=1026.57-566.67=459.9m³CO2/m³溶液即以(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-存在的CO2量：NCO2=459.9/22.4=20.53mol/L(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-摩尔浓度：20.53×1=20.53mol/L贫液中(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-摩尔浓度：20.53×0.026/（0.026+0.324）=1.53mol/L半贫液中(HOCH2CH2)2NCH3H+﹒HCO3-摩尔浓度：20.53-1.53=19mol/L5.1.2甲醇合成精制车间甲醇合成精制车间包括甲醇合成工段和精馏工段。其中有物料变化的设备有：反应器、预精馏塔、主精馏塔、闪蒸罐等。本设计中暂时只考虑反应器的物料衡算。5.1.2.1反应器合成甲醇的化学反应为：主反应：CO2+3H2=CH3OH+H2OΔH=-49.01kJ/mol………………①副反应：2CH3OH=CH3OCH3+H2OΔH=-24.52kJ/mol………………②已知从捕集工段输送来的气体成分：CO2：6877.36m³/h，水蒸气140.35m³/h。合成甲醇的CO2∶H2=1∶3。即H2体积为20632.08m³/h。二氧化碳转化率为27%，甲醇选择性99%。第135页（共135页） 表1.1新鲜进气成分表组分CO2H2H2O合计流量/Nm³/h6877.3620632.08140.3527649.79kmol/h307.025921.0756.2651234.365百分比%24.8774.620.51100拟定驰放气为新鲜进气量的9%，即Q驰放气=27649.79×0.09=2488.48Nm³/h拟定驰放气组成为表1.2拟定驰放气组成表组分CO2H2H2O合计流量/Nm³/h236.411824.31427.772488.48百分比%9.573.2117.19100以二氧化碳为基准计算，拟定消耗二氧化碳量为QCO2耗=6877.36-236.41=6640.95Nm³/h粗甲醇的小时产量：6640.95÷22.4×32×27%=2561.52kg/h年产量：2561.52×24×330×0.001=20287.24t/a粗甲醇组分：甲醇：93.89%，二甲醚：0.188%，水：5.922%。精甲醇中含有甲醇量（wt）：99.85%。所以时产精甲醇：2561.52×93.89%÷99.85%=2406.21kg/h年产精甲醇：2406.21×330×24×0.001=19057.22t/a根据粗甲醇组分，算的各组分生成量为：甲醇：2405kg/h75.16kmol/h1683.5Nm³/h二甲醚:4.82kg/h0.1047kmol/h2.345Nm³/h水：151.69kg/h8.43kmol/h188.77Nm³/h5MPa，40℃下各组分在甲醇中的溶解度CO2、H2分别为5.501、0第135页（共135页） Nm³/t甲醇，即2.04、0Nm³/h。据测定：35℃液体甲醇中CO2、H2混合气体中每m³含37.17g甲醇，假定溶解气体全部释放，则甲醇扩散算是为：2.04×37.14×0.001=0.076kg/h即0.002kmol/h，0.053Nm³/h根据以上计算，则粗甲醇生产消耗物料量及生成物料量列表1.2表1.3粗甲醇生产消耗物料及生成物料表消耗方式单位物料消耗物料生成合计CO2H2甲醇二甲醚水消耗生成生成甲醇kmol/h75.16225.4775.1675.16Nm³/h1683.515050.521683.511683.516734.033367.02生成二甲醚kmol/h0.210.630.100.31Nm³/h4.6914.072.357.0418.769.38气体溶解Nm³/h7.570.007.57扩散损失Nm³/h0.200.000.20合计Nm³/h1695.965064.591683.512.35188.776760.553376.40Kg/h2405.014.82151.692561.52组份%0.250.7593.89%0.19%5.92%实际驰放气G驰放气=27649.89-6760.55=20889.34Nm³/h第135页（共135页） 驰放气组成：表1.4驰放气组成表组分H2CO2H2O合计流量/Nm³/h15567.565181.42140.3520889.34百分比%0.750.250.01100测得：甲醇合成塔出塔气体中含有甲醇7.12%，根据表1.1和1.4，设出塔气量为G出塔，又知醇后气中含醇0.61%。所以有：G醇后=G出塔-（G醇后+G副+G扩）=G出塔-1874.82得出：G出塔=25684.66Nm³/hG循环=G出塔-（G醇后+G副+G扩）-G驰放气=25684.66-1874.82-20889.34=2920.50Nm³/h甲醇生产循环气量及组成见表1.5表4.5甲醇生产循环气量及组成组分CO2H2CH3OH合计流量/Nm³/h603.962316.250.292920.50百分比%20.6879.310.01100G入塔=G新鲜气+G循环气=27649.79+2920.50=30570.79Nm³/h由表1.1和表1.5得到表1.6表1.6甲醇生产入塔气体流量及组成组分CO2H2CH3OHH2O合计第135页（共135页） 流量/Nm³/h7481.3422948.400.29140.3530570.39百分比%24.4775.070.000.46100又由G出塔=G循环-G消耗+G生成根据表1.3和表1.6得表1.7组分CO2H2CH3OHH2OCH3OCH3合计入塔/Nm³/h7481.3422948.400.29140.350.0030570.39消耗/Nm³/h1695.965064.596760.55生成/Nm³/h1683.51188.772.351874.63出塔/Nm³/h5785.3817883.811683.80329.132.3525684.46出塔百分比%22.5269.636.561.280.01100.00甲醇分离器出口气体和液体产品流量、组成表见1.8表1.8甲醇分离器出口气体组成、流量表组份CO2H2CH3OHCH3OCH3H2O合计损失/Nm³/h7.570.000.207.76出气/Nm³/h5777.825064.590.2910842.70组成百分比53.2946.710.00100.00出液/Nm³/h1683.512.35188.771874.63组成百分比89.800.1310.07100.00重量kg2405.014.82151.692561.52组成百分比（wt)93.8900.1885.922100.000粗甲醇贮灌气流量及组成见表1.9表1.9粗甲醇贮灌气流量及组成组份CO2H2CH3OH合计第135页（共135页） 流量Nm³/h7.570.000.1977.763百分比%97.470.002.5341005.2能量衡算能量衡算主要针对有外加能量的体系，本工艺中，需要考虑的体系有泵、换热器、反应器、解析塔等。对于连续的体系而言，有下面的公式：其中Q表示外加能量，W代表机械能。下面以单元为切入点进行分析：5.2.1CO2捕集车间1烟道气体换热器Substream:MIXEDC-INC-OUTH-INH-OUTTotalFlowcum/sec0.004126840.004307232.229034592.10279732TemperatureK293.15335.722242353.15333.15EnthalpyJ/kg-15877040-15707917-1765636.1-1785861.7EnthalpyWatt-65412129-64715356-60826210-615229842富液换热器Substream:MIXEDC-INC-OUTH-INH-OUTTotalFlowcum/sec0.011288880.011352690.002822220.00274992TemperatureK353.150007373.150008388.150008363.150007EnthalpyJ/kg-10917385-10900531-3748029.4-3815594.8EnthalpyWatt-117419059-117237794-10055240-102365053解析塔热量工艺条件：CO2的比热为0.653kJ/(kg·℃)，水的比热为4.2kJ/(kg·℃)，100℃水蒸气热焓2677kJ/kg,MDEA比热1.71kJ/（kg•℃）溶液密度1040kg/m³，富液流量：40.64m³/h，贫液流量10.16m³/h，半贫液流量30.48m³/h，第135页（共135页） 富液带入热Q1=WPCPT1=40.64×1040×1.71×100=7228246.8159kJ/h=7.228×106kJ/h半贫液带出热Q2=30.48×1040×1.71×108=5854879.9209kJ/h贫液带出热Q3=10.16×1040×1.71×115=2078120.9596kJ/h再生气带出热Q4=283.33/22.4×18×2677+566.67/22.4×44×0.6530×100=682182.475kJ/h总带出热Q出=Q2+Q3+Q4=8615183.3556kJ/h=8.615×106kJ/h则Q=Q出-Q1=8.615×106-7.228×106=1.387×106kJ/h即由再沸器提供的热量为1.387×106kJ/h进再沸器蒸气温度150℃，出再沸器蒸气温度115℃，压力0.5MPa，150℃，0.5MPa蒸气热焓H=2750kJ/kg,汽化热r=2188.5kJ/kg,115℃的定压比热容CP=4.244kJ/(kg·℃)由于该过程是由蒸气变为液态水，是一个冷凝到冷却的过程则：Q=rWH+WHCPΔT所以WH=Q/(r+CPΔT)=1.387×106/(2188.5+4.244(150-115)=593.486kg/h4贫液冷却器Substream:MIXEDC-INC-OUTH-INH-OUTTotalFlowcum/sec0.000890380.000926450.00139740.00134968TemperatureK293.150004332.801402353.150007323.150006EnthalpyJ/kg-15877041-15719961-10917385-11022262EnthalpyWatt-14112925-13973298-14534795-146744215再生气水冷却器Substream:MIXEDC-INC-OUTH-INH-OUTTotalFlowcum/sec0.000180850.000188350.253722390.21292555TemperatureK293.15333.634111373.15313.15EnthalpyJ/kg-15877040-15716535-8874913.7-8928593.5EnthalpyWatt-2866687.9-2837707.9-4791295-4820275.1第135页（共135页） 5.2.2甲醇合成车间5.2.2.1合成塔能量已知合成塔入塔气体250℃，出塔气体250℃，热损失以5%计，壳程走2MPa的废水。查《化工设计手册》得，2MPa下水的汽化潜热为2453kJ/kg，水蒸气密度为19.18kg/m³。入塔气热熔见表2.0。.表2.05MPa，250℃下入塔气体（除CH3OH）热熔组份CO2H2H2O合计流量/Nm³/h7481.3422948.40140.3530570.10比热/kJ/kmol·℃46.5829.3983.49﹣﹣热量/kJ/℃15557.1930109.53523.1346189.85查的250℃下甲醇的焓值为46883.3kJ/kmol，流量为0.29Nm³/h。所以Q近=46883.3×0.29/22.4+46189.85×250=11548013.53kJ/h表2.15MPa，250℃下出塔塔气体（除CH3OH）热熔组份CO2H2H2OCH3OCH3合计流量Nm³/h5785.3817883.81329.132.3524000.95比热kJ/kmol.℃46.5829.3983.4995.85热量kJ/℃12030.5023464.511226.7410.0337282.61甲醇流量为1683.80Nm³/h。所以Q出塔46883.3×1683.80/22.4+37282.61×250=12844846.55kJ/h由反应式得反应热：Q反应=（1683.51/22.4×49.13+2.35/22.4×24.52）×1000=3695010.475kJ/hQ热损失=（3695010.475+11548013.53）×5%=762151.20kJ/h第135页（共135页） 所以，由壳程热水带走热量Q传=Q近+Q反应-Q热损失-Q出他=3695010.475+11548013.53-12844846.55-762151.20=1636026.254kJ/h5.2.2.2冷凝器热量查手册的，粗甲醇中各组分的物理常数如表2.2表2.2粗甲醇中各组分的物理常数组份CH3OHCH3OCH3H2O汽化热kJ/kg1117.93531.752260.98液体比热容kJ/(kg·℃)2.272.6384.187假设，有相变物质低于沸点时全部冷凝，扩散与气相中的组分忽略不计。（1）气体冷凝放热Q冷凝=G×ΔHτ式中Q—冷凝液体流量，kg/hΔHτ—组分汽化热，kJ/kg计算出出塔气体各组分及冷凝放热如表2.3表2.3出塔气体在冷凝器冷凝放热量组份CH3OHCH3OCH3H2O合计冷凝量Nm³/h1683.512.35188.771874.63kg/h2405.014.82151.692561.52放热量kJ/h2688634.0012.70635.142689281.84（2）进冷凝器气体总热量Q入冷凝器=Q出塔=12844846.55kJ/h（3）冷凝器出口气体显热第135页（共135页） 冷凝器出口气体显热Q`出冷凝器=Σ（G`F×CP）×T出口式中G`F—进冷凝器出口气体各组分摩尔流量，kmol/hCP—出口气体各组分比热总，J/(mol·℃)T出口—冷凝器出口气体温度，摄℃计算出冷凝器出口气体湿热，见表2.4表2.4冷凝器出口气体湿热组分CO2H2CH3OH合计比热容J/(mol·℃)38.929.0244.31气量Nm³/h578550650.4887610850.46kmol/h258.28226.100.02484.40热量kJ/(h·℃）10046.946561.360.9716609.27因冷凝器气体出口温度为40℃，所以出口气体热量为Q`出冷凝器=16609.27×40=664370.60kJ/h（1）冷凝器出口液体带走热量Q``出冷凝器=Σ（G``F×CP）×T出口式中G``F—进冷凝器出口气体各组分摩尔流量，kmol/hCP—出口气体各组分比热总，J/(mol·℃)T出口—冷凝器出口气体温度，摄℃计算出冷凝液体带走热量见表2.5表2.5冷凝器出口液体热量见组分CH3OHCH3OCH2H2O合计液体比热容kJ/(kg·℃)2.272.6384.187流量kg/h2405.014.82151.692561.52热量kJ/(h.℃）5459.3812.70635.146107.22因冷凝器气体出口温度为40℃，所以出口气体热量为Q``出冷凝器=6107.22×40=244288.73kJ/h第135页（共135页） 于是冷却水带走热量Q冷却水=12844846.55+2689281.84-664370.60-244288.73=14625469.06kJ/h（1）冷凝水用量已知进冷凝器的冷却水温度20℃，出冷凝器的冷却水温度55℃，则：冷却水用量为14625469.06/（55-20）/4.174=100112.7323kg/h=100.113t/h第135页（共135页） 6设备设计与选型6.1塔设备设计6.1.1设计规范表2-6-1设计采用的专业标准规范名称标准号名称标准号《钢制压力容器》GB150《压力容器用钢板》GB6654《奥氏体不锈钢焊接钢管选用规定》HG20537.1《化工装置用不锈钢大口径焊接钢管技术要求》HG20537.4《安全阀的设置和选用》HG/T20570.2《爆破片的设置和选用》HG/T20570.3《设备进、出管口压力损失计算》HG/T20570.9《钢制化工容器设计基础规定》HG20580《钢制化工容器材料选用规定》HG20581《钢制化工容器强度计算规定》HG20582《钢制化工容器结构设计规定》HG20583-《钢制化工容器制造技术规定》HG20584《化工设备设计基础规定》HG/T20643《压力容器无损检测》JB4730《钢制压力容器焊接工艺评定》JB4708《钢制压力容器焊接规程》JB/T4709《钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验》JB4744《压力容器用钢锻件》JB4726-472第135页（共135页） 6.1.2设计目标作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质效率；同时还应保证塔设备的经济性。为此，塔设备应满足以下基本要求：1）气液两相充分接触，相际传热面积大；2）生产能力大，即气液相处理能力大；3）操作稳定，操作弹性大；4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；6）耐腐蚀和不易堵塞。本厂一共有两个塔设备，分别为CO2吸收塔、CO2解析塔。6.1.3设计过程6.1.3.1塔型的选择板式塔和填料塔的比较是个复杂的问题。涉及的因素很多，难以用比较简便的方法明确地作出对比。塔型选择时考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能及塔设备的制造、安装、运转和维修等。1、与物性有关的因素1）易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。2）具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便及时更换。3）具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。4）粘性较大的物系，可以选用大尺寸填料。此时若选用板式塔，则传质效率太差。5）含有悬浮物的物料，应选择液流通道大的塔型，以板式塔为宜。6）操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。2、与操作条件有关的因素第135页（共135页） 1）若气相传质阻力大，宜采用填料塔。2）若液体负荷大，可选用填料塔。3）对于“液气比”波动的适应性，板式塔优于填料塔。4）板式塔的操作弹性较填料塔大，其中以浮阀塔最大，泡罩塔次之。3、其他因素1）对于多数情况，所需塔径大于800mm时，宜用板式塔；小于800mm时，则可用填料塔。但也有例外，鲍尔环及某些新型填料在大塔中的使用效果可优于板式塔。（2）一般填料塔比板式塔重。（3）大塔以板式塔造价较廉。4、珞璜电厂CCS&U系统塔选择物性方面，全过程主要物质为CO2、MDEA、H2、甲醇，结合各物质物性及其混合物的性质特征有以下结论：非易起泡体系；无强烈腐蚀性物质；粘度较小；无悬浮物；操作条件方面，二个塔塔径依次为Φ1500mm，Φ1000mm气液处理量都不是很大，从分离效率、成本和操作维修等方面考虑，选择填料塔。6.1.3.2塔的主要结构尺寸的确定1二氧化碳吸收塔（1）已知条件进塔气体状态：压力1.5MPa，温度60℃操作条件：压力1.5MPa，温度60℃进塔气体流量：7566.22m³/h进塔上段贫液流量:10.16m³/h进塔下段半贫液流量:30.48m³/h操作状态下气体流量：V=V1P1T1/P2T2=7566.22m³/h(2)塔径计算（采用异径塔）气体密度：ρG=M/22.4=Σ(MiYI/22.4)=(44×0.14+28×0.76)/22.4第135页（共135页） =1.35kg/m³则ρG/ρL=1.35/1040=1.30×10-3WV=ρGV=1.35×7566.22=10214.40kg/hWL=ρLV=1040×(10.16+30.48)=42270.45kg/h则(WL/WV)(ρG/ρL)0.5=（42270.45/10214.40）×1.30×10-3=0.15采用填料：50×50×0.8mm金属鲍尔环（乱堆）填料因子Φ=160/m，查埃克特通用关联图得其中Ψ=ρ水/ρL=981/1040=0.943则取空塔气速为60%，则u=0.6×=0.6×2.00m/s=1.20m/s塔径：上段塔径D1①VS1=6539.65÷3600=1.82m³/s根据标准吸收塔径圆整为D1=1400mm②泛点率校核实际空塔气速在50%~80%之间符合要求第135页（共135页） ③填料规格校核＞8（符合）④液体喷淋密度校核最小液体喷淋密度：（Lw）min=0.08m³/(㎡·h)得at=70㎡/m³m³/(㎡·h)＞5.68经以上可知：填料塔上段塔径选用D1=1400mm合理。下段塔径D2①VS2=7566.22÷3600=2.10m³/s根据标准吸收塔径圆整为D2=1500mm②泛点率校核实际空塔气速在50%~80%之间符合要求③填料规格校核＞8（符合）④液体喷淋密度校核最小液体喷淋密度：（Lw）min=0.08m³/(㎡·h)得at=71m³m³/(㎡·h)＞5.68经以上可知：填料塔上段塔径选用D2=1500mm合理。（3）填料层高度计算取操作气量QN=7500m³/h，填料层高度4m，塔径为1500mm所用填料采用76×76×1.5瓷环，比表面积a=68m2/m³第135页（共135页） 在本设计中，实际气体流量Q=7566.221657m³/h，所用填料因子φ=80/m，比表面积a1=71m2/m³，则上段填料取：HOG=V/(KYaΩ)V=HOGKYaΩH=HOGNOG则V=HKYaΩ/NOG所以7500/7566.22=4×68×1.52/(H1×71×1.42)H1=4.437m≈5m下段填料取：HOG=V/(KYaΩ)V=HOGKYaΩH=HOGNOG则V=HKYaΩ/NOG所以7500/7566.22=4×68×1.52/(H2×71×1.52)H1=3.865m≈4m所以整个塔的总填料高度为H=H1+H2=5+4=9m（4）填料层压降计算上段塔：横坐标：纵坐标第135页（共135页） ==0.025ΔP/Z=35×9.81=343.35Pa/mΔP=343.35×5=1716.75Pa下段塔：横坐标：纵坐标==0.024ΔP/Z=34×9.81=333.54Pa/mΔP=333.54×4=1334.16Pa2二氧化碳解析塔（1）操作条件平均压力：0.15MPa,平均温度：110℃富液再生度：1.552，贫液再生度：1.026，半贫液再生度：1.324溶液流量：40.64m³/h上段半贫液流量：30.48m³/h下段贫液流量：10.16m³/h混合气体的平均分子量为：44×0.67+18×0.33=35.42g/mol由于吸收与再生达到平衡，则吸收的二氧化碳量与再生的二氧化碳量相等。（2）塔径计算①气质量流量比：第135页（共135页） L溶液=40.64×1040/3600=11.74kg/sL回流水=218.57/3600=0.061kg/sL=L溶液+L回流水=11.74+0.061=11.80kg/sG=850÷22.4×35.42÷3600=0.373kg/sL/G=7.793/0.373=31.612①液气密度比气体密度：=35.42/22.4×0.15×106×273.15/[1.01×105×(273.15+110)]=1.67kg/m³液体密度：则③塔径计算利用埃克特通用关联图横坐标：采用填料：76×76×1.5mm金属鲍尔环（乱堆）,填料因子Φ=80/m得：其中Ψ=ρ水/ρL=981/1040=0.9433则取空塔气速为70%，则u=0.7×=0.7×0.402=0.281m/s第135页（共135页） 根据标准吸收塔径圆整为D=1000mm②泛点率校核实际空塔气速(0.5~0.8范围内，符合要求)③填料规格校核＞8（符合）④液体喷淋密度校核最小液体喷淋密度：（Lw）min=0.08m³/(㎡·h)得at=71㎡/m³m³/(㎡·h)＞5.68经以上可知：填料塔塔径选用D=1000mm（1）填料层高度计算由于此过程属于解析过程，故塔内气液平衡关系随塔高变化而变化，计算中只能去一个与此温度变化范围内的适合的平衡常数：在110℃时，塔底、塔顶平衡分压分别为0.006MPa,0.134MPa,化学吸收平衡系数m=10,液相传值系数KX=9.58kmol/(s·㎡)又比表面积为at=71㎡/m³Ω=850/（3600×1.301）=0.785㎡进口溶液中CO2的含量为x1=4.82/(4.82+3.91)=0.552X1=0.552/(1-0.552)=1.232出口溶液中CO2的含量为X2=1.525×1÷(1×8.74-1.525)=0.211再生气中CO2的含量为y1=0.67，Y1=0.67/(1-0.67)=2.03水蒸气中不含有CO2，所以Y2=0由填料高度计算公式得：H=HOLNOL第135页（共135页） HOL=L/(KxaΩ)其中L=40.64×(4.82+3.91)=355.23kmol/hV=850/22.4=37.95kmol/hHOL=L/(KxaΩ)=355.23/（9.85×71×0.785）=0.647mH=HOLNOL=0.647×4.209=2.72m≈3m下段填料塔与上段填料塔类似，下段塔高也为3m则再生塔填料层总高为H=3+3=6m（1）填料层压降计算横坐标为：纵坐标为：==0.030查表的ΔP/Z=47.5×9.18=436.05Pa/mΔP=436.05×6=2616.3Pa6.2反应器选型6.2.1工艺流程简述经解析塔出来的CO2与原料H2在混合器中混合，经多级压缩和换热后，在反应器中进行反应，生成甲醇和副产品二甲醚、乙醇、甲乙醚、甲酸甲酯。其主要化学反应式为：第135页（共135页） CO2＋3H2CH3OH＋H2O该反应所需的反应参数如下：①反应压力：50bar；②反应温度：250℃；③反应器分类（操作方式）：连续反应器；6.2.2反应器选型甲醇合成是一个强放热的反应过程，必须及时移走反应放出的热量。固定床甲醇合成反应器按换热的形式可分为3类：冷激式、外冷式与内冷式。冷激式反应器，如英国ICI多段冷激式反应器，催化床为绝热反应，段间移热采用冷气体激冷；该类反应器生产能力大，结构简单，制造容易，但反应温度不够理想，操作控制难度大，气体返混严重，转化率较低，能量利用欠合理。外冷式反应器，如德国Lurgi管壳式反应器、日本超转化反应器，均为管壳外冷型反应器，该类反应器床层温度平稳，操作方便，回收能量合理，但也存在缺点，单塔生产能力低，反应器催化床存在壁效应，影响催化剂时空收率，且催化剂易中毒，影响使用寿命。内冷式反应器，如国内中小型化工企业氨合成、甲醇合成过程常用的单管逆流，双套管并流，三套管并流，单管并流反应器；该类反应器用未反应的冷原科气冷却反应催化床层，其优点是可利用反应热对原料气进行预热。缺点是反应温度不甚理想，不能利用反应热副产蒸汽，且单系列大型化有困难。华能珞璜电厂CCS&U系统引进卡萨利公司的55万吨甲醇合成专利反应器。第135页（共135页） 图2-6-1甲醇合成反应器结构图6.2.2反应器设计甲醇合成器是甲醇生产的核心设备，由于合成反应为放热反应，故要求反应器设计能迅速移走反应热。目前世界上最多的是I.C.I公司的多段冷激式炉和Lurgi公司的副产蒸汽管壳型合成塔。本设计选用Lurgi管壳型反应器。该反应器外形像一个列管式换热器，催化剂填装于管内，管外为2MPa的沸水。反应气流经反应管，放出的热量通过管壁传给沸水，使其气化，转变为同温度蒸汽。其特点为①床层温度平稳②能准确，灵敏的控制反应温度③以较高位能回收反应热④出口甲醇含量高⑤设备紧凑，开工方便⑥可避免羧基化合物生成⑦压降小，所需外部能量少（1）传热面积传热系数K=20W/(㎡·℃)热负荷Q=1636026.254kJ/h2MPa下的水蒸气饱和温度为212℃，所以温差ΔT=250-212=38℃换热面积A=Q/（ΔT×K）=1636026.254×1000/3600/(20×38)=597.96㎡（1）催化剂用量入塔空速取3600/h-1入塔气体流量：30570.39则催化剂体积V=30570.39/3600=8.49m³（2）传热管数确定选用25×2.5材质为00Cr18Ni5Mo3Si2钢，长取L=1.5m由A=3.14d×L×n得n=64.45/(3.14×1.5×0.02)=726.6≈727根（3）壳体直径采用正三角形排列第135页（共135页） 管间距a=40mmD=a(b-1)+2L其中b=1.1×n0.5=29.66得D=0.04×(29.66-1)+2×1.5=1200mm(5)其他尺寸确定群座高h=500mm，上封头高300mm，下风头高300mm，上下连接管个200mm。所以合成器总高H=1500+500+300×2+200×2=3000mm6.2.3催化剂选取综合考虑了温度、压力、二氧化碳的转化率、甲醇的选择性等因素后，最终决定选择C301型甲醇合成催化剂。6.3泵选型6.3.1概述在华能珞璜电厂CCS&U系统的工艺中，泵主要用于工艺管线中流态物料的输送，合理的泵选型可以使工艺流程的物料输送正常工作并使各工艺段的稳定操作得到保障。在本厂进行泵的选型中，物料及工艺参数是泵选型的重要依据，所有流体输送机械的选择均是根据工艺流程和操作变化范围并考虑综合经济效益而慎重确定。6.3.2选型原则依据国家工业部等对流体输送机械的相关规定，并根据《工业泵选用手册》和《化工机械手册：流体输送机械》的指导，对华能珞璜电厂CCS&U系统的各个工艺单元中所用到的流体输送机械进行设备选型。其中主要考虑下述因素：1）物料参数针对待输送的流体的理化性质而选择合适的泵，其中尤其考虑流体的腐蚀性、结垢性、挥发性等因素。2）流量Q第135页（共135页） 流量是指工艺装置生产中，要求泵输送的介质的量，一般应给出正常、最小和最大流量。泵数据表上往往只给出正常和额定流量。选泵时，要求额定流量不小于装置的最大流量，或取正常流量的1.1～1.15倍。3）扬程H指工艺装置所需的扬程值，也称计算扬程。一般要求泵的额定扬程为装置所需扬程的1.05～1.1倍。4）进口压力Ps和出口压力Pd进、出口压力指泵进出接管法兰出的压力，进出口压力的大小影响到壳体的耐压和轴封要求。5）温度T指泵的进口介质温度，一般应给出工艺过程中泵进口介质的正常、最低和最高温度。6）装置的汽蚀余量NPSHa也称有效汽蚀余量。7）操作状态操作分连续操作和间歇操作两种。本工艺中大部分泵处于连续操作状态。6.4换热器选型6.4.1概述在对燃煤电厂排放的烟道气中的CO2进行吸收并解吸，制取纯度较高的CO2在催化剂作用下与H2合成甲醇的工艺中的换热器的设计和选型中，针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据国家相应标准规定，进行换热设备的选取和校核。最后依据国家推荐标准并结合投产厂房的实际情况确定换热器的安装和调试运行。6.4.2设计选型根据CO2捕集及催化加氢合成甲醇的工艺衡算和工艺物料的要求，掌握物料流量、温度、压力、化学性质、物性参数等特性，并根据物料衡算和热量衡算得出有关设备的负荷、流程中的位置、与流程中其他设备的关系等来明确设计任务，设计换热流程以及选择换热器型式。在项目的换热工艺设备的设计和选型中，主要考虑到了以下几个方面：1）满足工艺要求，使被处理的物料都能够达到温度的要求，实现换热目的，并且还注意到流体和介质的腐蚀性以及允许操作压力及压降、结垢性等特殊要求；2第135页（共135页） ）尽量提高传热效率。设计中尽量使冷热流体的传热膜系数相近，以保证有较高的传热系数，同时力求减缓生成污垢；3）换热器结构简单，使用可靠，尽量选用国家标准系列换热器，制造、安装、检修、清洗要方便。6.4.3选型设计计算捕集工段1烟气换热器（1）利用水冷却烟道气体。确定烟气走壳程，冷却水走管程（2）确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为水，取入口温度为20℃，出口温度为60℃；热介质的为烟道气，取入口温度为80℃，出口温度为60℃冷却水的定性温度Tm=（20+60）/2=40℃烟气的定性温度tm=(80+60)/2=70℃两流体温差tm-Tm=30℃由于流体温差小于50℃，故选用固定管板式列管换热器。（3）热负荷Q=2508382.8kJ/h，根据热负荷计算冷却水流量L=2508382.8÷4.18÷1000÷（60-20）=15.00m³/h（4）计算平均温差逆流温差ΔT==28.9℃（5）换热器选型换热系数K0=300W/㎡·℃传热面积S=Q/ΔT/K0=80.49m²选固定管板式换热器规格尺寸如下（φ25×2.5mm）第135页（共135页） 公称直径D/mm管长L/m管程数Np管数n公称压强/kPa500621721.57实际换热面积A=nπd0(L-0.1)=172×3.14×0.025×（6-0.1）=79.66m²ψ=（80.49-79.66）/80.49=0.01符合要求(6)接管计算壳程流体进出接管：依据流体性质，取接管内烟气流速为：u=40m/s则接管内径为取标准管径900mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×91827.36455/（3600×3.14×0.92）=40.12m/s,管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内冷却流速为：u=1.5m/s则接管内径为取标准管径60mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×15/（3600×3.14×0.062）=1.47m/s,2富液换热器（1）确定流体空间。确定贫液走壳程，富液走管程（2）确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为富液，取入口温度为80℃，出口温度为100℃；热介质的为贫液，取入口温度为115℃，出口温度为90℃冷介质的定性温度Tm=（80+100）/2=90℃热介质的定性温度tm=(115+90)/2=102℃第135页（共135页） 两流体温差tm-Tm=12℃由于流体温差小于50℃，故选用固定管板式列管换热器。（3）热负荷Q=652554kJ/h，（4）计算平均温差逆流温差ΔT==12.33℃（5）换热器选型换热系数K0=150W/㎡·℃传热面积S=Q/ΔT/K0=97.99m²选浮头式换热器规格尺寸如下（φ25×2.5mm）公称直径D/mm管长L/m管程数Np管数n公称压强/kPa800344441.57实际换热面积A=nπd0(L-0.1)=444×3.14×0.025×（3.0-0.01）=101.08m²ψ=（101.08-97.99）/97.99=0.031符合要求（6）流体流量富液流量L=30.48m³/h贫液流量L=10.16m³/h(7)接管计算壳程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=0.65m/s第135页（共135页） 则接管内径为取标准管径80mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×10.16/（3600×3.14×0.082）=0.56m/s管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=3.0m/s则接管内径为取标准管径60mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×30.48/（3600×3.14×0.062）=2.99m/s3贫液换热器（1）确定流体空间。确定冷却水走壳程，贫液走管程（2）确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为冷却水，取入口温度为20℃，出口温度为60℃；热介质的为贫液，取入口温度为80℃，出口温度为50℃冷却水的定性温度Tm=（20+60）/2=40℃贫液的定性温度tm=(80+50)/2=65℃两流体温差tm-Tm=25℃由于流体温差小于50℃，故选用固定管板式列管换热器。（3）热负荷Q=502657.2kJ/h（4）计算平均温差逆流温差ΔT==24.86℃（5）换热器选型换热系数K0=150W/㎡·℃传热面积S=Q/ΔT/K0=37.44m²选浮头式换热器规格尺寸如下（φ25×2.5mm）第135页（共135页） 公称直径D/mm管长L/m管程数Np管数n公称压强/kPa500321721.57实际换热面积A=nπd0(L-0.1)=172×3.14×0.025×（3-0.1）=39.15m²ψ=（39.15-37.44）/37.44=0.046符合要求(7)接管计算壳程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=0.65m/s则接管内径为取标准管径50mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×0.00089/（3.14×0.052）=0.45m/s管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=1.5m/s则接管内径为取标准管径50mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×10.16/（3600×3.14×0.052）=1.44m/s4再生气换热器（1）确定流体空间。确定冷却水走管程，再生气走壳程（2）确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为冷却水，取入口温度为20℃，出口温度为60℃；热介质的为再生气，取入口温度为100℃，出口温度为40℃第135页（共135页） 冷却水的定性温度Tm=（20+60）/2=40℃烟气的定性温度tm=(100+40)/2=70℃两流体温差tm-Tm=30℃由于流体温差小于50℃，故选用固定管板式换热器。（3）热负荷Q=104328kJ/h，（4）计算平均温差逆流温差ΔT==28.66℃（5）换热器选型换热系数K0=80W/㎡·℃传热面积S=Q/ΔT/K0=12.64m²选浮头式换热器规格尺寸如下（φ25×2.5mm）公称直径D/mm管长L/m管程数Np管数n公称压强/kPa40024902.45实际换热面积A=nπd0(L-0.1)=90×3.14×0.025×（2-0.01）=13.42m²ψ=（13.42-12.64）/12.64=0.062符合要求(6)接管计算壳程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=15m/s则接管内径为取标准管径400mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×5581.63/（3600×3.14×0.42）=12.34m/s第135页（共135页） 管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=1.5m/s则接管内径为取标准管径20mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×0.000181/（3.14×0.022）=0.58m/s满足0.5～3.0m/s范围内5再沸器采用立式热虹吸式再沸器。采用逆流换热，贫液走管程，蒸气走壳程。总热负荷Q=5.40×105kg/h平均传热温度差低压蒸气：T1=150℃→T2=115℃贫液：T2=120℃←T2=110℃逆流温差ΔT==13.95℃（4）传热面积计算根据流体性质，取总传热系数K=1100W/(㎡·℃)则所需换热面积Ap=Q/(KΔT)=5.40×105×1000÷3600÷1100÷13.95=9.27㎡（5）工艺结构尺寸采用标准换热管（不锈钢），尺寸为Φ25×2.5mm，长L=3000mm。则换热管的排列形式为正三角形，管间距t为48mm,管程数为单程。则传热管总根数≈26根再沸器内径D=t(nc-1)+2d0其中nc=1.1(N)0.5=1.1×260.5=5.6第135页（共135页） 则D=3×(5.6-1)+2×0.025=297.23mm圆整取300mm。（6）接管管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=1.5m/s则接管内径为取标准管径40mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×5.57/（3600×3.14×0.042）=1.23m/s小于1.8m/s符合要求管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=10m/s则接管内径为取标准管径3mm速度校核：v=4V/(πd2)=4×238.35/（992.2×3600×3.14×0.032）=9.4m/s满足3～15m/s范围内合成工段1冷凝器（1）确定流体空间。确定气体壳程，冷却水走管程（2）确定流体的定性温度、物性数据，并选择列管换热器的型式冷却介质为冷却水，取入口温度为20℃，出口温度为55℃；热介质的为混合气体，取入口温度为250℃，出口温度为40℃冷却水的定性温度Tm=（20+55）/2=37.5℃烟气的定性温度tm=(250+40/2=145℃两流体温差Tm-tm=107.5℃由于流体温差大于70℃，故选用浮头式换热器。（3）热负荷第135页（共135页） Q=14625469.06kJ/h（4）计算平均温差逆流温差ΔT==76.85℃（5）换热器选型换热系数K0=300W/（㎡·℃）传热面积S=Q/ΔT/K0=176.22m²选浮头式换热器规格尺寸如下（φ25×2.5mm）公称直径D/mm管长L/m管程数Np管数n公称压强/kPa800644442.45实际换热面积A=nπd0(L-0.1)=444×3.14×0.025×（6-0.01）=208.77m²A/S=208.77/176.22=1.18符合要求(7)接管计算壳程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=11.5m/s则接管内径为取标准管径900m速度校核：v=4V/(πd2)=4×24000.95/（3600×3.14×0.92）=10.49m/s满足3～15m/s范围内管程流体进出接管：依据流体性质，取接管内流体流速为：u=1.5m/s则接管内径为第135页（共135页） 取标准管径200m速度校核：v=4V/(πd2)=4×28.66/（3600×3.14×0.22）=0.89m/s满足0.5～3m/s范围内7经济分析依据1、《投资项目可行性研究指南》计办投资〔2002〕15号；2、《投资项目经济咨询评估指南》咨经〔1998〕11号；3、《重庆市建筑装饰工程综合基价》（2002）；4、《重庆市安装工程单位综合基价》（2003）；5、近期材料价格信息。第135页（共135页） 7.1总投资及其组成项目总投资包括：建设投资、建设期利息、流动资金。建设投资由工程费用、工程建设其它费用、预备费用组成7.1.1建设投资7.1.1.1工程费用1.基本设备费用五台压缩机价格为25万元。八台换热器价格为120万元两台填料塔，一台合成塔总价格为60万元五个泵价格为50万元两台分离器价格为20万元一台导热油加热器价格为10万元一台引风机10万元。再热器一台5万元。储槽、气柜等总造价为10万元设备价格共计310万元。2.控制仪表在整个流程中，为使产品质量达到要求，因此需对每段流程进行安装流量、压力、温度、液位高度检测及控制。设相应检测的仪表费用按以上基本设备费用的30%。以上设备总成本费用为310万元控制仪表费用=310×30%=124万元3.管道及配管（包括阀门）设其费用为基本设备费用的40%管道及配管费用=310×40%=155万元4.设备总购置费用310+124+155=589万元5.建设与管理费用第135页（共135页） 设按设备购置费用的30%计算建设与管理费用=589×30%=235.6万元6.安装费用设按设备购置费用的20%计算安装费用=589×20%=147.25万元7.工程费用工程费用=589+235.6+147.25=971.85万元7.1.1.2工程建设其他费用设按工程费用的10%计算其他费用=971.85×10%=97.185万元7.1.1.3预备费用设按工程费用的5%计算预备费用=971.85×5%=58.311万元7.1.1.4建设投资971.85+97.185+58.311=1127.346万元7.1.2资金来源拟定资金筹措方案为自筹60%，向银行贷款40%。建设年限为1年。即自有资金=1127.436×60%=676.4076万元贷款资金=1127.436×40%=450.9384万元7.1.3建设期利息借款利率为7%建设期利息=450.9384÷2×7%=15.783万元第135页（共135页） 7.1.4流动资金设流动资金为400万元7.1.5总投资估算表8.1总投资估算表序号项目名称费用/万元1建设费用1127.3461.1.工程费用971.851.1.1设备总购置费用5891.1.2建设与管理费用235.61.1.3安装费用147.251.2其他费用97.1851.3预备费用58.3112建设期利息15.7833流动资金400合计1543.1297.2总成本费用7.2.1原料、动力组成及费用1．耗费MDEAMDEA年用量为8384.034703吨，MDEA价格为15000元/吨即每年所需MDEA花费M=8384.034703×1.5＝12576.052万元2．耗费氢气氢气年用量为44120712.32m³，价格为0.16元/m³即每年所需氢气花费第135页（共135页） M=44120712.32×0.16÷10000＝705.93万元3电费水泵配套电机功率为250瓦，风机配套电机功率为750瓦，而水泵耗电为0.25度/小时，风机耗电为0.75度/小时，电费0.8元/度。则每年的电费为M=（0.25×5＋0.75）×24×330×0.8＝12672元2、耗费软水软水年用量为225338.7吨一吨软水的售价为8元则每年所需软水花费M=225338.7×8÷10000＝180.27万元3、耗费冷却水冷却水年用量为3600680.377吨一吨冷却的售价为2元则每年所需软水花费M=3600680.377×2＝720.136万元6、总运行成本12576.052＋705.93＋1.2672＋180.27+720.136=14183.66万元表8.2原料、动力组成及费用类别年用量/吨单价/(元/吨)总价/万元合计/万元MDEA8384.0347250012576.05214183.66软水225338.78180.27冷却水3600680.3772720.136氢气44120712.32m³0.16(元/m³)705.93电费15840度0.8(元/度)1.26727.2.2工资及福利表8.3工资及福利部门职位总人数工资及福利第135页（共135页） （万元/年）总经理18办公室主任16人事部职员23财务部出纳14会计14市场部职员23生产部部门主管15控制中心职员84生产车间职工84辅助车间职工84化验中心人员14后勤部保卫63维修24餐饮23医务室23消防23合计48657.2.3维修费按固定资产原值的1.5%计算固定资产原值=1127.346+15.783=1143.129维修费=1143.129×1.5%=17.147万元7.2.4折旧费采用直线折旧法，净残值率为5%，折旧年限为15年。年折旧额=1143.129×（1-5%）÷15=72.398万元7.2.5其他费用按固定资产原值的1%计算其他费用=1143.129×1%=11.431万元第135页（共135页） 7.2.6总成本费用表8.4总成本费用估算表序号项目合计/万元1外购原材料、动力费14183.662工资及福利费653修理费17.1474其他费用11.4315折旧费72.3986总成本费用（1+2+3+4+5）14349.6327.3营业收入以1吨二氧化碳计算，则甲醇产量2406.16kg/tCO2，本项目是CO2年处理量为二十万吨，则甲醇年产量19057.22t碳酸氢铵售价为2000元/t收益=19057.22×2000=3811.44万元（由此可知：该项目的年收益始终小于年成本费用，该项目在经济方面是一个亏损项目，但以此换来了环境效益和社会效益。)8车间布置与管道设计8.1车间布置8.1.1CO2捕集车间CO2捕集车间有吸收塔和解析塔，还有闪蒸罐、冷却器、换热器等设备。因设备庞大，故在车间布置CAD图如下所示：第135页（共135页） 图2-7-1CO2捕集车间立面布置图图2-7-2CO2捕集车间平面布置图8.1.2甲醇合成精制车间甲醇合成精制车间包括反应器、产品甲醇储罐、换热器、闪蒸罐等。车间布置图如下所示：第135页（共135页） 图2-7-3甲醇合成精制车间立面布置图图2-7-4甲醇合成精制车间平面布置图8.2管道设计8.2.1设计依据《化工装置管道布置设计规定》HG/T20549第135页（共135页） 《化工装置管道材料设计规定》HG/T20646《石油化工给水排水管道设计规范》SH3034《石油化工管道布置设计通则》SH3011《石油化工设备和管道隔热技术规范》SH30108.2.2管道直径由选定的管内流体流速按下式计算管子内径，并修正到符合公称直径要求：式中，V为流体在操作条件下的体积流量，cum/s；U为流体的流速，m/s；D为管子内径，m。各种条件下，各种介质常用流速可查取相关参考值，计算后各段的管道直径如下表所示：1捕集工段（1）烟道气入口管管径已知进口烟道气流量V=7566.22m³/h流速范围为20~40m/s，取u=20m/s故d=(V/0.785u)0.5=(7566.22/(3600×0.785×20)0.5=366mm（2）驰放气出口管管径已知出口气体体积流量V=6539.65m³/h取u=20m/s故d=(V/0.785u)0.5=(6539.65/(3600×0.785×20)0.5=340mm（3）半贫液进出口管管径已知半贫液流量V=30.48m³/h流速范围为1.5~2.5m/s，取u=2m/s故d=(V/0.785u)0.5=(30.48/(3600×0.785×2)0.5=80mm第135页（共135页） （4）贫液进出口管管径已知贫液流量V=10.16m³/h流速范围为1.5~2.5m/s，取u=2m/s故d=(V/0.785u)0.5=(10.16/(3600×0.785×2)0.5=50mm（5）富液进出口管管径已知富液流量V=40.64m³/h流速范围为1.5~2.5m/s，取u=2m/s故d=(V/0.785u)0.5=(40.64/(3600×0.785×2)0.5=85mm(6)再生气入口管径：湿气体积流量V=850.00m³/h流速范围为15~20m/s，取u=15m/s故d=(V/0.785u)0.5=(850.00/(3600×0.785×15)0.5=150mm(7)再生气出口管径：再生气净流量：V=5326.34m³/h流速范围为20~40m/s，取u=20m/s故d=(V/0.785u)0.5=(5326.34/(3600×0.785×20)0.5=350mm2合成工段(1)合成塔进口塔管管径合成气流量：V=30570.39m³/h取流速u=10m/s故d=(V/0.785u)0.5=(30570.39/(3600×0.785×10)0.5=1170.19mm圆整取1200mm(2)合成塔出塔气管管径气体流量：V=25684.75m³/h第135页（共135页） 取流速u=10m/s故d=(V/0.785u)0.5=(25684.75/(3600×0.785×10)0.5=826.05mm圆整取850mm(3)循环气管径循环气流量：V=2920.50m³/h取流速u=10m/s故d=(V/0.785u)0.5=(2920.50/(3600×0.785×10)0.5=10.68mm圆整取20mm(4)驰放气管径驰放气流量：V=20889.34m³/h取流速u=10m/s故d=(V/0.785u)0.5=(20889.34/(3600×0.785×10)0.5=546.39mm圆整取550mm(5)甲醇分离器液体出口管径粗甲醇流量：V=1874.63m³/h取流速u=1.40m/s故d=(V/0.785u)0.5=(1874.63/(3600×0.785×1.5)0.5=224.51mm圆整取250mm8.3管道布置8.3.1管道铺设原则1)布置管路时，应对车间所有管路，包括生产系统管路、辅助生产系统管路、电缆和照明管路、仪表管路、采暖通风管路等作出全盘规划。2)应了解建筑物，构筑物、设备的结构材料，以便进行管路固定的设计。3)为便于安装、检修和管理，管路尽量架空铺设，必要时可沿地面敷设或埋地敷设，也可管沟敷设。4)第135页（共135页） 管道不应挡门、挡窗；应避免通过电动机、配电盘、仪表盘上空；在有吊车的情况下，管道的布置应不妨碍吊车工作。5)管道的布置不应妨碍设备、管件、阀门、仪表的检修。塔和窗口的管路不可从人孔正前方通过，以免影响打开人孔。6)管路应成列平行敷设，力求整齐、美观。7)在焊接或螺纹连接的管路上应适当配置一些法兰或活接头，以利安装、拆卸和检修。8)输送易燃、易爆介质的管路，一般应设有防火安全装置和防爆安全装置如安全阀、防爆膜、阻火器、水封等。此类管路不得敷设在生活间、楼梯间和廊等处。易燃易爆和有毒介质的放空管应引至高出邻近建筑物处。8.3.2塔的管道布置塔的配管比较复杂，它涉及的设备多，空间范围大，管道数量多，而且管径大，要求严格，所以在配管前应对流程图作一个总体规划。要考虑主要管道走向及布置要求，仪表和调节阀的位置，平台的设置和设备布置要求等。1)人孔应设在安全、方便的操作区，常将一个塔的几个人孔设在一条垂线上，并对着道路。人孔吊柱的方位，与梯子的设置应统一布置。2)再沸器返回管或塔底蒸汽进口中流体都是高速进入的，为保持液封板的密封，气体不能对着液封板，最好与它平行。3)沿塔布置的主管应尽量靠近塔，穿过平台处管道保温层不得与平台内圈构件相碰，也不应与其他平台的梁相碰。4)管道应避免交叉与绕走，排出气体通入大气的安全阀安装在排放总管上面的最低的那层平台上，使安全阀排出管道最短。8.3.3泵的管道布置1)离心泵进口管线应尽量缩短，尽量少拐弯，并避免突然缩小管径，以降低介质流动的压力降，改善泵的吸入条件。2)离心泵进口管线应尽量避免“气袋”而导致离心泵抽空，若不能避免时，需在“气袋”顶添加DN15~20放气阀。3)离心泵进口管线若在水平管段上变径，需采用偏心“大小头”，管顶取平，以避免形成气袋。第135页（共135页） 4)蒸汽往复泵、计量泵、非金属泵的吸入口须设过滤器，避免杂物进入泵内。5)泵的进出口管线和阀门的重量不得压在泵体上，应在靠近泵的管段上装设恰当的支吊架，尽可能做到在泵移走时不加临时支架。6)蒸气往复泵的排汽管应少拐弯，不设阀门，在可能积聚冷凝水的部位设置排放管，放空量大的还要装设消声器，乏气应排至户外适宜地点，进汽管应在进汽阀前设冷凝水排放管，防止水击汽缸。8.3.4换热器的管道布置1)配管应使换热器内气相空间无积液，液相空间无气阻。2)换热器的配管要满足工艺和操作的要求。同时还应便于检修和安装。管道应避免妨碍管箱端抽出管束和拆卸换热器端盖法兰，并留出足够空间。3)对于几台并联的换热器，为了使流量分配均匀，管道宜对称布置。4)换热器一般应布置使管箱对着道路，顶盖对着管廊，便于抽出管箱，配管时，首先留出换热器的两端和法兰周围的安装与维修空间，在这个空间内不能有任何障碍物。5)换热器的接管应有合适的支架，能让管道重量都压在换热器管口上，热应力也要妥善解决。8.3.5管廊上的管道布置敷设在管廊上管道种类有：公用工程管道、公用管道、仪表管道及电缆。1)大直径输送液体的重管道靠近管架柱子的位置或布置在管架柱子的上方，以使管架的梁随较小的弯矩。小直径的轻管道，宜布置在管架的中央部位。2)管廊在进出装置处通常集中有较多的。3)个别大直径管道进入管廊改变标高有困难时可以平拐进入，此时该管道应布置在管廊的边缘。4)管廊在进出装置处通常集中有较多的阀门，应设置操作平台，平台宜位于管道的上方。第135页（共135页） 8.3.6其他管道布置1)凡管道上的最高点应设置放气阀，最低点应设排空阀，在操作停止时可能产生积液的管道也应设排空阀。2)取样口应设在操作方便、取样有代表性的地方。气体取样在水平敷设的管道时，取样口应从管顶引出，在垂直敷设的管道时，可设任意侧引出。3)在某些间歇的化工生产中，当反应进行时如果漏进某种介质有可能引起爆炸、着火或严重的质量事故，则应在该介质的管道上设置双阀，并在两阀间的连接管道上设置放空阀。9自动控制采用活化MDEA来吸收烟气中的二氧化碳，吸收后富液进入解析塔解析出二氧化碳，而解析后的贫液返回吸收塔进行循环利用的吸收方案。控制的关键在于吸收塔的温度、压力和解析塔的温度、压力。另外，烟气进入吸收塔的温度也是一重要因素。为满足工艺条件的要求，做了以下控制方案。9.1泵的控制方案在连续性化工生产过程中，对泵的控制主要是流量或压力的控制。1、流量的控制控制泵的转速来控制泵的出口流量。这种方案从能量消耗的角度来衡量最为经济，且机械效率高。第135页（共135页） 2、压力的控制为满足流体能顺利进入塔设备，需对泵的出口压力进行控制。在每台泵的出口处设有压力测量装置。如图：9.2换热器的控制方案由换热器热物流的出口温度来控制冷凝水的流量，具体控制如下图：9.3塔设备的控制方案塔设备主要控制的是塔的操作压力、操作温度等。并且由温度控制再沸器入口蒸汽压力，由塔底液位控制塔底出口流量。具体控制见下图：第135页（共135页） 10空压站及公用工程10.1空压站10.1.1压缩空气站的布置原则1．压缩空气站与其他建筑物用墙隔开，空气压缩机靠外墙布置。2．压缩空气储气罐应布置在室外，立式储气罐与机器间外墙的净距不应小于1m，并不宜影响采光和通风。对压缩空气中含油量不大于1mg/m3的储气罐，在室外布置有困难时，可布置在室内。3．压缩空气站机器间屋架下弦或梁底的高度，应符合设备拆装起吊和通风的要求，其净高不宜小于4m。夏热冬冷和夏热冬暖地区，机器间跨度大于9m时，宜设天窗。4．机器间通向室外的门，应保证安全疏散、便于设备出入和操作管理。5．空气压缩机的基础应根据环境要求采取隔振或减振措施。双层布置的离心空气压缩机的基础应与运行层脱开。第135页（共135页） 10.1.2压缩空气使用状况本项目中，压缩空气主要应用于自控仪表操作、工艺物料的输送、设备和组件的吹扫和气动操作等。不同的用途对压缩空气有不同的要求。工艺用压缩空气由一般空压机产生即可，仪表用压缩空气需由无油润滑空压机产生并经“脱湿”处理。10.2冷却水10.4.1冷却水用途低温冷却水主要用于烟气吸收剂产品等物流的冷却10.4.2冷却水条件20℃、1bar的冷却水10.3给排水工程10.3.1设计概述10.3.1.1设计范围给排水设计的任务是解决生产、生活用水的供应及废水排放两大问题。本给排水系统的设计内容是，对全场范围内进行供水，排水系统设计，包括生产、生活装置区、辅助设施区、供用工程用水、消防用水等。10.3.1.2设计原则给水方案选择以节约用水为原则，尽可能合理利用水资源，生产用水尽可能采用循环使用。排水采用清污分流制。第135页（共135页） 10.3.2设计规定10.3.2.1设计专业标准规范表2-10-1给排水工程设计规范名称标准号《石油化工企业给水排水系统设计规范》SH3015—2003《化工企业给排水设计施工图内容深度统一规定》HG/T20572—2007《室外给水设计规范》GB50013-2006《室外排水设计规范》GB50014-2006《工业循环冷却水处理设计规范》GB50050-95《化工企业冷却水处理设计技术规范》HG/T20690-2000《生活饮用水卫生标准》GB5749-2006《污水综合排放标准》GB8978-199610.3.2.2专业相关规定化工企业的给排水应依照《石油化工企业给水排水系统设计规范》SH3015—2003和《化工企业给排水设计施工图内容深度统一规定》HG/T20572—2007的规定进行设计，工艺人员应依照上述规定提供给排水设计条件。10.3.3给水系统10.3.3.1生产供水系统生产用水由江津市工业用水管网统一供应。10.3.3.2生活供水系统第135页（共135页） 生活用水包括饮用、烹饪、化验室用水、洗眼器、安全淋浴、洗手池和厕所用水等，根据生活用水国际规定的卫生标准，要与生产用水分系统供应。生活用水系统包括生水供应管线，水的净化、处理设备和生活用水分配系统，由主厂供水管网供给。10.3.3.3消防供水系统本厂的消防水来自自来水总管，从给水管线引入厂区，经水表后与本工程室外环状给水管相连接形成环路，实现双向供水，表后设置“倒流防止器”。园区内按照要求设置一定数量的消火栓，发生火灾时，由城市消防车从现场室外消火栓取水经加压进行灭火或经消防水泵接合器供室内消防灭火用水。10.3.4排水系统10.3.4.1生产污水排水系统各装置的生产污水收集后排入污水处理站。10.3.4.2生活污水排水系统全厂生活污水汇集后经处理后排入污水处理站处理。10.3.4.3雨水排水系统厂区、道路上收集的未被污染的雨水，通过雨水口收集，排入市区区的雨水主干管。第135页（共135页） 11供电配电工程11.1工程概述电能作为整个生产的主要能源和动力来源，在整个化工生产中起着重要的作用。而化工企业由于其行业的特殊性，对供配电的要求有其独有的特点。由于连续生产的需要，企业对电力系统的供电质量的可靠性以及运行的连续性提出了更高的要求。本设计对全厂范围内进行供电系统设计，包括生产装置区、生活区、辅助设施区等。11.2设计依据表2-11-1供电工程设计规范名称标注号《供配电系统设计规范》GB50052-95《10kV及以下变电所设计规范》GB50053-94《低压配电设计规范》GB50054-95第135页（共135页） 《通用用电设备配电设计规范》GB50055-95《建筑防雷设计规范》（2000版）GB50057-94《爆炸和火灾危险场所电力装置设计规范》GB50058-92《电力装置的继电保护和自动装置设计规范》GB50062-92《工业企业照明设计标准》GB50034-92《电力工程电缆设计规范》GB50217-94《化工企业静电接地设计规范》GBJ28-9011.3设计原则所有电气设备和材料应满足厂区气候和环境条件。除非特殊说明，配电电压等级应该按基础工程设计数据中所列执行。配电系统的设计、安装应满足最大短路要求，且方便运行和经济可靠。11.4供电方案设计根据总供电容量的要求，由厂区内配电室提供110kV的额定电压，使用架空线输送入厂。导线型号和避雷线型号分别为LGJ‐120/20钢芯铝绞线和GJ‐35钢绞线，输送距离2～3km。电源进线为双回路内桥结线方式，以保障工厂供电可靠。考虑到供电突然中断的危险，厂内设置有静止型UPS保安电源系统，以保障工厂供电的连续性。UPS在电源切换过程中一般在5ms以下，频率稳定度在2％以内，谐波失真度不大于5％。11.5变电所和配电室第135页（共135页） 根据江津区的气候条件和厂区内的作业环境，变压器采用半户内布置方式。半户内布置方式是一种除主变压器以外的全部配电装置集中布置在一幢主厂房不同楼层的电气布置方式。该种布置方式结合了全户内布置变电所节约占地面积、与周围环境协调美观、设备运行条件好和户外布置变电所工程造价低廉的优点。主变压器户外布置不仅便于安装和维护，而且还利于散热和消防等特点。此外，由于半户内布置方式将主变压器安装在户外，取消变压器室，即减少土建工程量，缩短建设周期，又降低了对通风散热、消防灭火系统的资金投入，从而降低了变电所的造价，变电所本体投资可降低8％～16％。1）高压供电系统设计工作电源采用35千伏，用架空线路引入，厂内总降压变电所中装设一台主变压器，变压器高压侧装设断路器，备用电源为10千伏，接在总降压变电所内的10千伏母线的一个分段上。2）总降压变电所设计根据上面确定的供电方案，可决定总降压变电所采用电气主结线。主要特点如下：总降压变电所设一台5000KVA35/10KV的降压变压器，变压器于35KV架空线路接成线路变压器组。在变压器高压侧设SF6断路器。这便于变电所的控制、运行和维修。总降压变电所的10KV侧采用单母分段接线，用10KV少油断路器将母线分成两段。主变压器低压侧经SF6断路器接在10KV母线的一个分段上，而10KV备用线路也经少油断路器接在另一分段上。各车间的一级负荷都由两段母线供电，以保证供电可靠性。根据规定，备用电源只有在主电源停止运行及主变压器故障或检修时才能投入，因此备用电源进线开关在正常时是断开的，而10KV母线的分段断路器在正常时则是闭合的。在10KV母线侧，工作电源与备用电源之间设有备用电源自动投入装置（BZT），当工作电源因故障而断开时，备用电源会立即投入。当主电源发生故障时，变电所的操作电源来自备用电源断路器前的所用的变压器。3）继电保护的选择与整定总降压变电所需设置以下继电保护装置：1、主变压器保护1）瓦斯保护：防御变压器铁壳内部短路和油面降低。轻瓦斯动作于信号，重瓦斯动作于跳闸。2）电流速断保护：防御变压器线圈和引出线的多相短路，动作于跳闸。3）过电流保护：防御外部相间短路并作为瓦斯保护及电流速断保护的后备保护，保护动作于跳闸。11.6动力和照明照明网络电压选用380/220V中性电接地系统。设计范围如下：1)确定照明种类（一般照明或者特殊照明）和照明系统；第135页（共135页） 2)选择光源和照明器；3)确定在合适照度下的照明装置安装容量和布置方式：4)选择电源和配电网络形式；5)选择导线、配电设备；6)绘图照明网络布置图。具体的设计方案由电气专业人员负责，下面针对光源选择方面提出几点工程上的要求：1)常用照明采用中性点直接接地的380/220V网络，灯电压为220V，移动照明为36V以下，事故照明为220V。2)在照明开闭频繁、需要调光或因效应影响视觉效果以及需要防止电磁波干扰的场所，选用白炽灯或卤钨灯。3)在需识别颜色要求较高、视看条件较好的场所，选用日光色荧光灯、白炽灯和卤钨灯。4)在需耐震的场所选用外镇流式高压水银灯或高压钠灯。5)在烟雾、粉尘较多的场所和生产设备内部视察照明，选用钠灯。6)道路、广场、室外生产装置或室外电气装置，选用钠灯。此外，选择的光源还应考虑灯具的安装及节能要求，照明最低悬挂要求等。当用一种光源光色较差时，可考虑两种或多种光源混和加以改善。选择好照明光源后，对于白炽灯和荧光灯采用单位容量法计算照度；对于灯具布置均匀及利用墙和天花板作反射面时可采用利用系数法计算照度；对于直射灯具采用逐点法计算。第135页（共135页） 12消防工程12.1设计依据及规范标准石油化工企业设计防火规范GB50160-92建筑设计防火规范GBJ16-87建筑灭火器配置设计规范GBJ140-90石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SH3063-99火灾自动报警系统设计规范GB50116-98低倍数泡沫灭火系统设计规范GB50151-92水喷雾灭火系统设计规范GB50219-95建筑物防雷设计规范GB50057-94爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50058-9212.2危害性物质概述珞璜电厂的CCS&U系统中易燃易爆物质为H2，有毒、有害物质为产品甲醇。表2-12-1危险物一览表品名自燃点(℃)闪点(℃)沸点(℃)爆炸极限v%毒性防火等级下限上限第135页（共135页） 甲醇385.011.064.85.544.0有甲类氢565.5——-252.84.1%74.1%无甲类12.2.1H2和甲醇物性概述H2是无色无味气体，闪点<-50℃，熔点-259.2℃，沸点-252.8℃，不溶于水，不溶于乙醇、乙醚，性质稳定，易燃气体。甲醇是一种无色、透明、高度挥发、易燃、易爆液体。略有酒精气味。分子量32.04，相对密度0.792(20/4℃)，熔点-97.8℃，沸点64.5℃，闪点12.22℃，自燃点463.89℃。12.2.2危险性分析氢气能与空气形成爆炸性混合物，遇热或明火即爆炸。爆炸极限4.1～74.2％（在空气中）。最低爆炸能0.2×10-4J。自燃点550℃。氢气与氟、氯、溴等卤素会剧烈反应。无毒，但高浓度时有窒息作用。液氢与皮肤接触能引起严重的冻伤或烧伤。甲醇蒸汽与空气混合物爆炸下限6%~36.5%。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮、卤代烃和许多其他有机溶剂相混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火会爆炸。故CCS&U系统中主要防止甲醇的着火与爆炸。12.3消防安全措施12.3.1基础消防措施1）选用防爆型电气设备、仪表、开关等；采用可靠的避雷防雷保护及防静电接地措施；空调管道的材质采用不燃型玻璃钢；设备管线保温材料也选用不燃烧型。2）在焊缝口、管道接口等易泄露的区域设置可燃气体监测报警装置，便于进行气体泄漏的消防。第135页（共135页） 3）项目建筑物，其建筑构造、耐火等级、厂（库）房之间的防火间距、各建筑的安全疏散均按照《建筑设计防火规范》（GBJ16-87）的有关规定设计，本项目的建构筑物的耐火等级不小于二级。4）合成精制车间为半露天式建筑，可保证通风，传热。12.3.2厂区消防布置厂区总平面布局是根据涪陵区珞璜镇的地形及风向等因素设计的，厂区内专门设有消防站，并配有消防用储水池。各主次道路宽度均大于3.5m，能够保证消防车的正常通行。消防通道环形布置，有利于消防施救和安全疏散。火灾危险性较大的为CO2捕集车间、合成精制车间，车间之间间距为9m，符合《建筑设计防火规范》有关敞开式车间安全防火间距的有关要求。各车间均设有高压水消防系统，各层设有自动灭火装置和灭火器。在各车间四周布成环状专用高压消防管网，管网上设置一定数量的“地上式”消火栓和消防水炮。厂区内工艺装置与原料储罐保持至少20米的防火间距，与产品储罐保持25米的防火间距。将原料储罐区与产品储罐区分开布置。储罐区以防火堤进行隔离布置，立式浮顶储罐顶部设有放空阀和阻火器。储罐区内部设有避雷针，外部设置防火堤及环状消防道路。产品储罐区、原料储罐区和装卸台设置固定消防装置，H2储罐区采用干粉灭火，甲醇罐区采用抗醇性泡沫灭火。在辅助生产装置区内布置低压消防系统，管网也应布置成环状，并有一定数量的消火栓。各装置、各工序、建设物内按规范配置适量的手提式、推车式灭火器，以利于扑灭初起火灾。12.3.3生产过程的防火防爆1）对厂区内的易泄漏地方安装检测装置对H2、甲醇浓度进行检测，定期对容器设备、管线密闭性检查；2）罐区的氮封不能中断，甲醇压送到装置车站时，用氮气输送；3）对化验分析室的可燃易燃及相互接触引起燃烧、爆炸的物质采取严格的管理措施；4）注意厂房通风，降低可燃物的燃烧可能性。第135页（共135页） 12.4消防系统12.4.1高压消防给水系统本厂区消防系统中，消防水泵的出口压力为900kPa，并使消防水管内的压力维持在560~700kPa内，保障最远的消火栓处的水压不低于550kPa。为使消防水管内维持一定的压力，本厂区由公用工程循环用水主管中引出一个接往消防站水管的支管，并在支管上设置切断阀和止回阀。当管系内的压力降到500kPa时，消防水泵自动启动；当所有电动消防水泵都启动后若水压仍不能升高，则启动内燃机，以增加水压。在各车间装置区设置独立消防给水管网，消防水管成环网状分布，并设足够的切断阀。切断阀常开，以维持消防水管内压力；止回阀用于防止消防干管上的水倒流回循环水管线。车间装置区外围的道路设置室外消火栓，消火栓中心间距为45~60m，其位置的设置可保证所有地面上的设备至上可由两个消火栓用75m长的消防水龙来灭火。建筑物内设置室内消火栓。车间装置区室内外消火栓均采用水/雾两用水枪。在各车间内的框架、重要设备，设置固定式冷却水喷淋系统。在辅助生产装置区内布置低压消防系统，管网也应布置成环状，并有一定数量的消火栓，消火栓中心间距为45~60m，其位置的设置可保证所有地面上的设备至上可由两个消火栓用75m长的消防水龙来灭火。各装置、各工序、建设物内按规范配置适量的手提式、推车式灭火器，以利于扑灭初起火灾。12.4.2泡沫灭火器甲醇是有毒化工产品，为一级易燃液体，在火灾发生时用水扑救无效，需用干粉灭火剂、抗溶性泡沫或CO2灭火。为此在甲醇储罐区除设置室外消火栓、高压水枪、消防管网外，还配备了固定式泡沫消防站以及移动式空气泡沫装置。同时，甲醇罐区周围设有防火堤和环行消防通道。在设备和装置的放空管道上，为了防止火灾逆流窜入装置，还加设了阻火器，以保证装置运行安全。泡沫原液采用抗溶性泡沫液。拟采用平衡压力式比例混合系统，混合比3%。第135页（共135页） 12.4.3其他灭火系统建筑灭火器配置依据现行国家标准《建筑灭火器配置设计规范》的有关规定设置、执行，在本项目设计范围内，当灭火装置设置在室内时，采用二氧化碳等气体灭火系统。13土建工程13.1设计依据《石油化工企业设计防火规定》GB50160-92《建筑设计防火规范》GB50016-2006《工业企业总平面设计规范》GB50187-93《厂矿道路设计规范》GBJ22-87《化工企业总图运输设计规范》HG/T20649-1998《总图制图标准》GB/T50103-2001《工业企业标准轨距铁路设计规范》GBJ12-87国家、行业的其它有关专业规范、标准和规定第135页（共135页） 13.2厂区地理概况图2-14-1重庆珞璜镇地图江津区地处东经105°49ˊ～106°38ˊ，北纬28°28ˊ～29°28ˊ之间，位于三峡库区地势南高北低尾端，全市幅员3200平方公里，总人口146万人。市境分南北部，，长江横贯东西，并绕城而过，呈“几”安形，故此段江面称“几江”。江津区境四面高山环抱，境内丘陵起伏，地貌以丘陵兼具低山为主，地质结构为“川东褶皱”和“川黔南北构造带”的过渡地带，构造形迹受其影响，轴线多扭曲呈“S”形。正是由于这样的地形地貌，成就了江津特殊的小区气候13.2.1气侯条件属北半球亚热带季风气候区。除南部山区外，全年平均气温18.4摄氏度。年平均降雨量为1026.6毫米，全年水蒸发量小于降雨量，气候湿润。南部山区受地形影响，气候的垂直变化明显，地势越高，气温越低，降水越多，冬季有雨雪天气。第135页（共135页） 13.2.2地质特点地处四川盆地东南边缘，地跨盆东平行岭谷、盆南丘陵、盆周山地三个地貌区。地形以山地和丘陵为主，地势南高北低，长江以北、以南地势均向长江河谷地带缓缓倾斜。南部四面山区系云贵高原过渡到四川盆地的梯形地带，北部华盖山等系华蓥山支脉。最高点在四面山蜈蚣坝，海拔1709.4米，最低点是珞璜镇中坝，海拔178.5米13.2.3洪涝灾害根据1951－1998年的资料统计，全区出现暴雨共有138天，平均每年2.9天，最多年为8天，1971年没有出现暴雨日；日雨量≥100毫米18次，没有出现3日总雨量达到150毫米，而其中一日雨量＜100毫米的情况，最多年为3次；其中包括1996年7月21日出现的降雨量为206.1毫米的特大暴雨。大暴雨平均约3年一遭。　　20世纪50年代中期和80年代中期，暴雨日数为谷点，60年代末期到70年代初期为峰点，从90年代初以来，暴雨日数有大增的趋势。　　近五十年来，连续2天以上暴雨共4次，分别是1963年5月25、26日（降水量分别是109.3毫米、51.9毫米）；1968年9月27、28日（降水量分别是毫米55.5、52.6毫米）；1978年5月29、30日（降水量分别是59.3毫米、179.9毫米）；1993年6月10、11日（降水量分别是70.2毫米、50.2毫米）。13.3建筑设计整个建筑群由现浇钢筋框架结构并且按照当地防震标准设计，对钢筋混凝土屋面板、梁、柱基础内的钢筋，宜用接闪器，引下线和接地装。外墙：用普通砖砌成，马赛克贴面。墙体：采用240厚MU7.5机制标准砖实砌墙并用防酸性涂料。屋顶：采用坡度为5‰的平面顶刚性防水屋顶，有组织排水；对有爆炸危险的厂房，设置轻质屋顶，作为泄压面积门窗：木制第135页（共135页） 楼梯：采用防火性材料制成特殊设置：1）主厂房为甲类生产厂房，泄压面积比值≥5%。在主厂房设置三个的安全疏散口，并在疏散口与楼梯之间用防爆墙。2）在各个厂房设置隔提，防火堤，保证满足安全距离。3）各个厂房设置灭火器点。13.3.1设计原则安全、科技、合理、经济13.3.2设计标准《工业企业标准轨距铁路设计规范》GBJ12-87《建筑设计防火规范》GB50016-2006《工业企业总平面设计规范》GB50187-9313.4结构设计墙体的设计如下：外墙采用承重墙，用普通砖造厂房围护墙，并在檐口设置一道圈梁。屋顶板采用空心板，楼面板采用空心板或槽形板。为了便于生产以及安全疏散，本设计采用室外楼梯，楼梯采用防火性材料。侧窗采用平开窗，大门采用平开门。屋顶采用坡度为5‰的平面顶刚性防水屋顶，有组织排水。因为本工程生产装置区中主要是爆炸危险为甲、乙类的厂房，对有爆炸危险存在的厂房采用半敞开式结构，设置轻质屋顶，以达到一定的泄压面，并用防火墙体隔开，厂房的梁柱等承重构件需采用防火保护措施。对安置有重要贵重仪器设备的厂房，其墙体的耐火性能根据实际选择。13.5主要建筑、结构面积表2-15-1主要建筑面积名称面积/m2名称面积/m2行政楼110原料储罐区90第135页（共135页） 职工食堂80产品储罐区160活动室55MDEA储罐20停车场70H2储罐20消防站60甲醇储罐70设备维修区85装卸台10中心控制室90CO2捕集车间288分析化验室60合成精制车间288空压站70门卫15公用工程80配电室4014储运系统14.1储罐设计及施工依据为了保证储存安全，储罐的设计和施工应严格遵循国家的有关法规和标准：《石油化工立式圆筒钢制焊接储罐设计规范》SH3046-1992《立式圆筒钢制焊接油罐施工安全及验收规范》GBJ128-1990《钢制焊接常压容器》JB/T4735-1997《石油化工钢制设备抗震设计规范》SH3048-1993《石油化工钢储罐地基设计基础规范》SH3062《储罐区防火堤的设计规范》GB50351第135页（共135页） 14.2罐区概况产品储罐区：为保证产品的连续供应，甲醇储罐的容积为一周的产量。液体储罐的装载系数通常可达85％。原料储罐区：为保证CO2捕集车间的正常运作，储罐内MDEA容积量大约为1000t。14.3罐区安全措施1）防雷接地措施：灌顶装设避雷针保护，防雷接地电阻小于10Ω。2）防静电措施：储罐除设置4块常规静电接地板外，还设置专门的静电导出装置，将内浮盘上积聚的电荷导出，确保储罐运行的安全性。（3）安全距离设置：各个储罐之间留有3m的距离，保证安全。（4）防火堤设置：与储罐有关的管道穿过防火堤时，洞口应用不燃材料填实，电缆宜采用跨越防火（护）堤方式铺设，应设置可燃气体检测报警装置。（5）防火防爆措施：储罐区在设计上从多个方面考虑了防火防爆，并设置防火墙、消防栓、消防报警装置等多项防火防爆设施。14.4产品包装甲醇是液体产品，其包装有两种方式，小批量用户可用桶装，大宗用户可用槽罐，如汽车槽罐和火车槽罐。包装要求：包装容器上涂有牢固的标志，其内容包括：生产厂名称、产品名称、标准号、商标、批号、净重和GB190中图5易燃液体标志，并进行严格密封。14.5厂区运输14.5.1运输方式第135页（共135页） 储运方式可采用瓶装或管道输送是安全的，尤其是采用管道输送更加经济实惠。14.5.2运输安全运输时运输车辆应配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设备。夏季最好早晚运输。运输时所用的槽（罐）车应有接地链，槽内可设孔隔板以减少震荡产生静电。严禁与氧化剂、还原剂、酸类、食用化学品等混装混运。运输途中应防曝晒、雨淋，防高温。中途停留时应远离火种、热源、高温区。装运该物品的车辆排气管必须配备阻火装置，禁止使用易产生火花的机械设备和工具装卸。公路运输时要按规定路线行驶，勿在居民区和人口稠密区停留。铁路运输时要禁止溜放。严禁用木船、水泥船散装运输。14.5.3厂区运输交通厂区路宽最窄5米，能够满足消防车通行要求。厂区主要运输物质危产品甲醇，通过罐车从东北侧门进入，由东南侧门离开，装卸在储罐区的装卸台进行。厂区的南门为人员出入门，门口设有门卫，负责厂区车辆进出情况。消防站位于厂区交通主干线上，便于消防车的快速出动。15节能15.1设计概述15.1.1节能意义在我国资源形式相当严峻的现状下，对于化工企业来说，必须充分认识节约的重要意义。本设计从节约能源的角度出发，针对工艺过程特点，对原料资源、工艺流程、操作条件、采暖、通风及空调方案等进行系统节能优化，采用节能工艺技术，从而不仅达到减少无效需求的目的，更可以减轻能源压力，更可以降低成本，取得一定的经济效益、社会效益和环境效益第135页（共135页） 15.1.2设计原则本项目根据《中华人民共和水法》等法律、标准，将工艺生产过程设计与节能设施综合考虑，选用先进、成熟、可靠的节能新工艺、新技术、新设备及新材料（包括新催化剂、新溶剂等），以提高工艺过程中能源的转换和利用效率，减少能源消耗。并对工艺流程、操作条件和自控方案应进行系统节能优化，并选用节能型设备；节能措施的采用应考虑投资效益。15.2厂区节水15.2.1节水途径1）加强节水宣传力度，提高全员节水意识和水资源的忧患意识。2）制定切实可定的节水措施和管理制度。3）加大科技投入，推进技术进步，提高节水的科技水平。4）对现有设施进行节水改造，如扩大空冷、减少水冷、减少或杜绝一次型水冷直排的冷却方式，提高水的重复利用率。5）污水处理，回收利用。15.2.2节水措施1）进行技术改造，提高循环冷却水的浓缩倍数；2）综合治理跑冒滴漏；3）污水分级净化处理，适宜回收利用。15.3厂区节能15.3.1工艺流程方面本设计中采用以MDEA第135页（共135页） 捕获二氧化碳，然后用二氧化碳制造甲醇，生产成本低。选用喷淋法捕获二氧化碳，捕获量大，效率高，同时贫富液的热交换减小了能量的散失；在合成甲醇工艺中，选用铜基催化合成甲醇，转化率高，能耗低，操作安全性高。这样就降低了气体回收成本。15.3.2设备选用及热集成方面15.3.3采暖通风设备1）厂房中采用地板采暖与带式辐射板采暖，可节能约10%，更为有利的是，低温水采暖可充分利用供热回水，低温工艺废水和天然热源以及热泵产生的热量。2）将工艺设备密闭加排风罩进行局部排风，既能使工艺设备产生的有害物质不会影响工人健康，也达到了一定的节能效果。采取空气再循环使用以及回收废热也可以大大减少能耗，生产车间应有回收排气中废热的措施，可以采用带废热回收设备的屋顶式送排风机组代替一般屋顶通风机。15.3.4其他方面1）利用工艺余热产生大量的中低压蒸汽用于工艺用汽，并驱动蒸汽透平。2）凡用热、用冷设备及其管道，全部采用新型保温材料，精心设计、施工。3）采用节电、节能的电器设备和技术，降低动力消耗。4）加强生产管理，减少原材料和动力消耗第135页（共135页） 16环境保护16.1设计依据及采用标准16.1.1设计依据《工业企业设计卫生标准》GBZ1-2002《生活饮用水卫生标准》GB5749-1985《大气污染物综合排放标准》GB16297-1996《污水综合排放标准》GB8978-1996《工业企业厂界噪声标准》GB12348-90《中华人民共和国环境保护法》全人大常委会1989.12.26《建设项目环境保护条例》国务院253号令1998.11.29第135页（共135页） 《建设项目环境保护设计规定》国环字(87)003号《环境影响评价技术导则》J/T2-1993《建设项目环境风险评价技术导则》HJ/T169-200416.1.2执行的环境质量标准《环境空气质量标准》（GB3095-1996）中的二级标准《地表水环境质量标准》（GB3838--2002）Ⅲ类水质标准；《地下水质量标准》（GB/T14848-1993）中Ⅲ类标准《城市区域环境噪声标准》（GB3096-93）中2类标准。16.1.3排放标准1）废气排放采用《大气污染物综合排放标准》，（GB16297-1996）表2中的二级标准值。2）废水排放执行《污水综合排放标准》，（GB8978—1996）中一级标准；3）《工业企业厂界噪声标准》，（GB12348-90）中Ⅲ类标准；4）《一般工业固体废物贮存、处置场污染控制标准》，（GB18599-2001）。16.2环境评价16.2.1评价等级表2-18-1评价等级一览表评价专题等级判据等级确定环境空气工程地处城市郊区，属于平原地形，主要污染物标排放量为，确定为三等。三级地表水工程生产废水经处理后由厂总排口排入园区污水管网，进入园区污水处理厂，故只对地表水、地下水进行影响分析。影响分析地下水影响分析噪声工程属于新建项目，其所在区域属于GB3096—93规定的三类标准地区，故确定声环境评价等级为三级。三级第135页（共135页） 环境风险工程产品碳酸二甲酯为易燃易爆物质，故确定环境风险评价等级为一级。一级16.3.2评价工作重点根据拟建项目对于环境污染的特点，在工程分析的基础上环境保护评价、环境风险评价等。16.3.3评价范围表2-18-2评价范围一览表项目评价范围环境空气以拟建厂址为中心，主导风向为主轴，边长64km范围地表水拟建厂排污口上游100m~下游1500m地下水厂址周围1km范围及现有纳污水体噪声厂界外1m及附近200m范围内的声环境敏感指标16.3主要污染源16.3.1噪声本厂的噪声源主要是机泵产生的中、高频气流噪声，以及加热炉、压缩机和风机所产生的低频气流噪声。这些噪声的声压级多在85dB（A）以上，有时可达100～110dB（A），对于周围环境造成的影响较大。16.3.2废气第135页（共135页） 化工和石油化工厂的大气污染源主要是来自加热炉和锅炉排出的燃烧气体；生产装置产生的不凝性气、泄放气和副反应产生的过剩气体；挥发性化学试剂和溶剂在运输过程中的排放、泄露损失；废液、废弃物处理及其运输过程中散发的恶臭和有毒气体；工厂物料往返输送所产生的跑、冒、滴、漏等。16.3.3废液本厂的废液主要来源如下：设备和容器的清洗水，其中主要成分是原料、产品及中间产物和副产物等；地区冲洗水，生产区地面散落的原料、中间产物、成品等在地面清洗过程中进入污水；生产操作失误或设备的泄露使原料、中间产物或产品的外溢；厂区的生活污水。16.3.4废渣生产过程中产生的催化剂废料、锅炉房的煤渣以及污水处理站产生的污泥等。16.3.5生产影响一般化工厂对生态的影响主要表现在对地表层的破坏，植被的破坏，土壤结构的改变，土壤养分的流失以及不良地质条件下带来的水土流失等。本设计的实施基本没有造成对生态环境的破坏。16.4环境保护措施16.4.1废气污染防治措施对于粉尘污染的治理，我们会从源头抓起，在生产过程中尽量不生产出大量粉尘，同时本厂也相应的在容易产生粉尘的区域放置除尘器。对于氨和甲醇，主要都是储运过程、管线、阀门、机泵等的泄露，我们将在相应的车间安装气体检测报警仪，当浓度超过标准时，让员工先撤离，再进行整治。生活垃圾和废弃物应及时处理，以防腐烂、发臭。第135页（共135页） 16.4.2废液污染防治措施本公司在生产和储罐区自行建设收集池和事故池及中和池。将废水引入本公司专用管道，汇入总厂污水管道，做到达标排放；16.4.3废渣污染防治措施煤渣可以对那些粘性透气性差的土壤，起调和土壤性状的作用，因此我们可以送至一些园艺部门供其使用；废弃的催化剂，统一送至重庆珞璜电厂有限公司回收利用；生活垃圾应及时送至当地的垃圾回收站进行回收利用。16.5绿化设计植物可以吸收有毒气体，滞留吸附粉尘、杀菌、净化水质、减噪以及监测大气污染程度等，绿化环境对调节生态平衡，改善小气候，促进人的身心健康起到特殊重要的作用，搞好绿化是企业环保工作的重要组成部分，是企业现代化清洁生产的重要标志。在厂区范围内，我们采用的植物主要以绿色木本植物为主，环厂区种植，树种主要选用的是香樟树和桂花树。这两种树种具有吸烟滞尘、涵养水源、固土防沙和美化环境的能力，有较强的抗海潮风及耐烟尘和抗有毒气体能力，并能吸收多种有毒气体，并对氯气、二氧化硫、氟化氢等有害气体都有一定的抗性，能够起到美化环境的作用。同时为兼顾绿化植物品种的多样性，在厂区内我们也设有花坛，花圃种植易成活花草。这些植物既能净化空气，吸收一部分有毒有害气体，降低空气酸性，减少噪音，提高了空气质量，另一方面又起到美化环境、怡人心情的作用。第135页（共135页） 17劳动安全、工业卫生17.1设计依据17.1.1国家、地方政府和主管部门的有关规定1）《中华人民共和国安全生产法》（2002年6月）2）《中华人民共和国劳动法》（1994年7月）3）《中华人民共和国清洁生产促进法》（2003年1月）4）《建设项目（工程）劳动安全卫生监察规定》（原劳动部令第3号）5）《中华人民共和国监控化学品管理条例》（1995年12月）6）《建设工程安全生产管理条例》（2004年2月）7）《中华人民共和国消防法》（1998年9月）8）《中华人民共和国监控化学品管理条例》（1995年12月）第135页（共135页） 9）《中华人民共和国防震减灾法》（1997年12月）10）《化学危险品安全管理条例》（2002年2月）11）《建设项目职业病危害分类管理办法》（2002年5月）12）《职业健康监护管理办法》（2002年5月）13）《安全生产许可证条例》（2004年1月）14）《爆炸危险场所安全规定》（原劳动部劳部发[1995]56号）15）《职业病诊断与鉴定管理办法》（2002年5月）17.1.2采用的主要规范、规程、标准和其他规定1）《工业企业设计卫生标准》GBZ1-20022）《工作场所有害因素职业接触限制》GBZ2-20023）《工业企业噪声控制设计规范》GBJ87-19854）《工业企业总平面设计规范》GB50187-935）《工业企业照明设计标准》GB50034-926）《建筑采光设计标准》GB/T50033-20017）《生产过程安全卫生要求总则》GB12801-918）《生产设备安全卫生设计总则》GB5083-859）《小型工业企业建厂劳动卫生基本技术条件》GB16910-199710）《化工企业安全卫生设计规定》HG20571-9517.2安全生产责任1、为保护公司财产和员工人身安全，保证公司生产经营工作顺利进行，根据国家有关劳动保护法律、法规，结合公司的实际情况，特制定本责任书。2、公司安全生产工作以“安全第一，预防为主”为方针，坚持生产经营服从安全需要的原则，确保实现安全生产和文明生产。3、各部门负责人为本部门安全生产责任人，负责本部门的安全生产和安全教育工作，贯彻落实公司安全生产制度，制订并组织实施本部门的安全生产工作实施细则，同时督促检查，确保安全生产工作的顺利开展。4、各部门负责人要坚决贯彻执行“谁主管、谁负责”第135页（共135页） 的原则，层层落实安全生产责任制，明确安全生产工作的重点，定岗定人做到事事有人管，在安全生产工作中不留空白。5、各部门必须设立安全生产检查员，负责本部门的日常安全生产督促检查工作，及时发现问题解决问题并做好记录，每月将安全检查记录上报安保部，积极配合安保部落实安全生产责任制。6、各部门必须加强本部门安全生产教育工作，务必使员工树立起“安全第一、生产必须安全、安全为了生产”的思想，在工作中严格执行各项安全管理规定，遵守安全生产规章制度。7、提高本部门员工的安全保护意识，做到“三不伤害”（不伤害自己，不伤害他人，不被他人伤害）。8、各部门负责人要教育引导本部门员工积极参与安全生产工作，发现隐患及时整改，多提有助于安全生产的合理化建议。9、发生人身、设备事故必须按规定的处理原则和程序进行处理。事故处理要坚持“三不放过”的原则（事故原因没有查清的不放过；事故发生后没有整改措施的不放过；责任者和员工没有受到教育的不放过。）17.3生产过程中危险有害因素分析17.3.1潜在的危险性因素1）甲醇侵入途径：吸入、皮肤接触、眼睛接触、食入健康危害：会造成视觉损害，甚至失明。会由皮肤吸收达中毒量。大量暴露会致死。危险特性：易燃，其蒸气与空气可形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与氧化剂接触发生化学反应或引起燃烧。在火场中，受热的容器有爆炸危险。其蒸气比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。2）二甲醚侵入途径：呼吸道、皮肤。健康危害：对中枢神经系统有抑制作用，麻醉作用弱。吸入后可引起麻醉、窒息感。对皮肤有刺激性。第135页（共135页） 危险特性：易燃气体。与空气混合能形成爆炸性混合物。接触热、火星、火焰或氧化剂易燃烧爆炸。接触空气或在光照条件下可生成具有潜在爆炸危险性的过氧化物。气体比空气重，能在较低处扩散到相当远的地方，遇火源会着火回燃。若遇高热，容器内压增大，有开裂和爆炸的危险。17.3.2危险有害因素的分析火灾爆炸：甲醇、二甲醚均为火灾爆炸危险物质，生产过程中易发生火灾爆炸事故。中毒：甲醇、甲醚有毒物质在生产过程中发生泄漏，易造成操作工中毒事故。噪声：空压机、合成气压缩机、氨压缩机、锅炉鼓风机、在运转过程中产生较大噪声，会对操作工造成危害。机械伤害：带式输送机、破碎机及转动设备会对人体造成机械伤害。触电：电气设备老化、酸碱的腐蚀均能造成漏电而发生触电事故。高温烫伤：高温的设备和管道若无适当的防烫保温措施，生产过程中会发生高温烫伤事故。低温冻伤：氨冷温度低达-33℃以下，操作工接触液氨或低温的设备及管道，可能发生操作工冻伤事故。高处坠落：生产过程中有位于高处的操作平台，在操作及检修过程中会造成高处坠落事故。17.4消防与急救物质急救措施消防措施甲醇皮肤接触：脱去污染的衣着，用肥皂水和清水彻底冲洗皮肤。眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗，就医。吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸，就医。食入：饮足量温水，催吐。用清水或1％硫代硫酸钠溶液洗胃，就医。灭火方法：尽可能将容器从火场移至空旷处。喷水保持火场容器冷却，直至灭火结束。处在火场中的容器若已变色或从安全泄压装置中产生声音，必须马上撤离。灭火剂：抗溶性泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。碳酸氢铵皮肤接触：脱去污染的衣着，用流动清水冲洗。灭火方法：第135页（共135页） 眼睛接触：提起眼睑，用流动清水或生理盐水冲洗。就医。吸入：脱离现场至空气新鲜处。如呼吸困难，给输氧。就医。食入：饮足量温水，催吐。就医。消防人员必须穿全身耐酸碱消防服。灭火时尽可能将容器从火场移至空旷处。甲醚吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。保持呼吸道通畅。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸。就医。灭火方法：切断气源。若不能切断气源，则不允许熄灭泄漏处的火焰。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾状水、抗溶性泡沫、干粉、二氧化碳、砂土。氨气皮肤接触：立即脱去污染的衣着，应用2%硼酸液或大量清水彻底冲洗，就医。眼睛接触：立即提起眼睑，用大量流动清水或生理盐水彻底冲洗至少15分钟，就医。吸入：迅速脱离现场至空气新鲜处。如呼吸困难，给输氧。如呼吸停止，立即进行人工呼吸，就医。灭火方法：消防人员必须穿全身防火防毒服，在上风向灭火。切断气源。若不能切断气源，则不允许熄灭泄漏处的火焰。喷水冷却容器，可能的话将容器从火场移至空旷处。灭火剂：雾状水、抗溶性泡沫、二氧化碳、砂土。17.5工业卫生17.5.1工作场所保证工厂厂区的干净整洁是树立企业形象、构建良好工作环境的重要体现，因此，我们要求本厂人员应做到以下要求：1）将用过的工厂物品整理放回原处，对于不用的物品应及时进行清理。2）定期清除废物、清洗或检查机器及工具。3）维持工厂良好的工作纪律。4）树立职工良好的生活习惯，不乱扔垃圾。17.5.2辅助用室为满足生产安全卫生的管理需要，本工程设立相应的安全卫生机构，并配备专职或兼职的安全卫生人员负责全厂人员的安全卫生教育和培训，并定期的对车间及厂区的安全环境进行检测分析。全厂设定环境检测点，对全厂有害气体及危害性作业进行监测，确保环境控制有力，及时做好事故汇报。第135页（共135页） 18工厂组织与劳动定员18.1工厂体制与组织机构华能珞璜电厂是国家“七五”重点能源建设项目，属火力发电，电厂一、二期工程分别于1988年9月和1996年12月正式动工兴建，并分别于1992年和1998年建成投产。目前，电厂总装机容量为144万千瓦，占重庆电网装机容量的一半以上，是目前我国西南地区单机容量大、现代化程度高、技术装备先进的火力发电厂。电厂长期以来不断致力环境保护和大气污染的防治，成为国内有名的绿色环保型的火力发电厂。珞璜电厂的CCS&U系统按照“安全第一，效率优先”的原则，结合现代化企业制度建立工厂组织管理体系。旨在通过这样一个体系，建立起简单、高效的管理机构，同时建立一种“积极进取、不断创新”的企业文化。厂区设有技术科、财务科、市场部、生产部、行政部、保卫科、安全环保科。第135页（共135页） 珞璜电厂CCS&U系统安全环保科合成车间精制车间生产部原料预处理公用工程站配电站维修科储罐区质检科研发科三废处理站消防环保保卫科市场部财务科技术科行政科图2-20-1工厂组织结构图由总经理负责整个项目生产，各副总经理负责各部门的正常运行，协助总经理完成项目生产的各项日工作，彼此分工协作。其中生产部和技术科是整个项目生产的核心，其他部门是项目有效生产的后备保障。生产部副总统一管理生产各工段的有效生产，对生产装置、辅助装置、公用工程等设施设备的深度调用和集中管理；总工负责产品的生产优化和下游产品的开发，产品的质检计量工作。18.2组织管理18.2.1技术管理珞璜电厂的CCS&U系统在技术方面应考虑如下：1）虽电厂的CO2的捕捉和利用技术路线较普遍，但在生产中还是应注意技术在物性参数方面的保密性；2)做好技术的完善性工作；3)做好人员的培训工作，培训一批对工艺流程十分熟悉的人员；第135页（共135页） 4)鼓励创新，在现有技术基础之上进行改良，进一步降低成本。18.2.2人力资源管理人力作为工厂的最重要资源之一，应当有一个好的管理体系。首先就是要建立完善的内部人才培训机制，不仅要将主要技术人员、中层管理人员从原来的总公司委派，逐步转变公司内部培养，而且对于成为厂区的每一个员工都得进行培训；另外，还应当建立一套完整的升职任用体系，已达充分发挥员工的积极性的目的，为企业的进一步壮大做好人才储备；最后还应当建立“敢于创新”的企业氛围。18.2.3物流管理通过建立以信息技术为支撑的现代物流管理体系，优化产销业务流程、重构存储管理体系，有效降低运营成本，进一步增强企业的市场竞争力。18.2.4信息管理依托于现代信息技术，建立一套完整的信息管理体系，其中包括：工厂人员信息、原料来源质量信息、工厂产品质量信息、工厂事故发生情况及原因等基本信息。通过建立这样的一些信息数据库，可以更好地发现生产过程中问题，从而实现更高效、安全的生产。18.2.5安全与环保管理化工厂最关注的莫过于生产安全，厂区应将安全作为第一要务，通过生产和生产安全、环保部门的分离，完善企业生产的安全监督制度，保障生产的安全和员工的职业环境卫生，同时将环保提到一个新的高度。21.3劳动定员本设计项目的定员采用效率定员、设备定员和岗位定员和比例定员的有机结合。项目生产为连续化生产，年运行时间8000h，仓储、维修、质检、生产安全监督及生产部门采用“四班三运转”，其余行政部门采用一班制。第135页（共135页） 18.4人员的来源及培训本项目装置较多，流程复杂，设备先进，自动化水平高，对管理人员，技术人员和操作人员要求较高，需要对员工进行定期和不定期的培训工作，工厂技术人员、管理人员以及操作人员为大学本科以上学历人员，研发部骨干成员由硕士以上学历人员构成。凡引进技术装置，必须派遣技术、管理人员进行一定时间的技术、管理和操作的培训考察学习，同时也必须在制造厂进行一定时间的技术实训，国内装置要选择国内同类生产厂对操作人员进行培训，以保证顺利开车，正常生产。本设计项目技术、管理、操作人员在国内外招聘，高级管理人员由总厂委派，其余部门人员实行公开招聘。19结论与建议19.1结论1、本项目采用活化MDEA法捕集电厂烟气中的CO2，年处理量为20万吨，经过设计使得捕集率达到96.91%，产生甲醇2万吨，用作化工原料。2、本项目只取了电厂的某几个锅炉排放的CO2进行捕集，一年能处理20万吨二氧化碳，减少了温室气体的排放，产生了较大的环境效益。随着“节能减排”的不断推进，以后此类捕集与利用二氧化碳的项目，必将越来越受到重视。3、根据经济效益分析，项目总投资为1543.129万元，年生产总成本费用为14349.632万元，收益3811.44万元。单从数据来考虑，该项目在经济上属于亏损项目，但是，类似污水处理厂，本项目是一个环保项目，是我们国家政策所支持的项目，他们也必将提供经济上的支持。4、从另一方面，如需该项目获得经济效益，需要提高电厂电价得到满足，随着“节能减排”的推进，将来可能制定相应的排污费，从中也可以获得一定的经济效益。第135页（共135页） 5、从社会效益角度出发，本项目提供了较多工作岗位，为社会就业率做了一定贡献。19.2存在问题及建议1、目前，在我们国内还没有单位做了类似的实验，我们设计中所取的设计参数等都是参考一些资料里的经验数据，其准确与否还有待进一步验证。2.本项目需要氢气作为原料，氢气在运输过程中要充分考虑其安全性。3、本项目是一个环保项目，能够为我们带来很大的环境效益和社会效益，希望能得到政府和各界的大力支持。参考文献[1]肖琨,陈楠,甄飞强,陈飞,郑路等，火力发电厂CO2捕捉技术[J]，上海电气电站集团技术研究与发展中心燃烧技术研究所,上海200241[2]晏水平，方梦祥，张卫风，骆仲泱，岑可法等，烟气中CO2化学吸收法脱除技术分析与进展[J]，浙江大学能源清洁利用国家重点实验室，浙江杭州310027[3]赵如政,吴建国,李海等，烟道气CO2回收工艺在100kt/a甲醇装置的应用[J]，格尔木炼油厂甲醇车间,青海格尔木　816000[4]黄绍兰，童华，王京刚，戎丽等，CO2捕集回收技术研究[J]，北京化工大学环境工程系,北京100029[5]韩永嘉，王树立，张鹏宇，朴文英等，CO2分离捕集技术的现状与进展[J]，.江苏省“油气储运技术”重点实验室·江苏工业学院、中国石化胜利油田石油化工建设有限责任公司一分公司及中国石油大庆油田设计院[6]罗奎，ISTR法CO2回收工艺介绍[J]，重庆维明化工有限公司,重庆,401254[7]刘芳,王淑娟,陈昌和,徐旭常等，电厂烟气氨法脱碳技术研究进展[J]，清华大学热科学与动力工程教育部重点实验室,北京100084[8]杨圣儒，二氧化碳应用进展[J]，广东省茂名华粤集团有限公司,广东茂名第135页（共135页） 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