賽區(qū)-石油化工學院fate-6、初步設計說明書

目第1章項目總 項目概 項目設計依 項目設計原 工藝特 規(guī)模效益 使用工業(yè)級原 生產(chǎn)多種重要化工原料，回收資 選用活性好、選擇性好、環(huán)境友好型催化 工藝過程綠色環(huán) 廠址概 產(chǎn)品方 項目污染物排放 主要物料規(guī)格及消 項目意 填補國內(nèi)市場乙二醇的巨大缺 獲得良好的收 實現(xiàn)企業(yè)資源的優(yōu)化配 第2章工藝技術方 設計目 反應機 煤氣化的反應機 調比合成氣的反應機 合成乙二醇的反應機 煤氣化生產(chǎn)工藝技 煤氣化生產(chǎn)概 煤氣化單元生產(chǎn)方 調比合成氣生產(chǎn)工藝技 調比合成氣概 變換單元生產(chǎn)方 凈化單元生產(chǎn)方 分離單元生產(chǎn)方 合成乙二醇生產(chǎn)工藝技 合成乙二醇概 合成草酸酯生產(chǎn)方 草酸酯加氫生產(chǎn)方 乙二醇精制生產(chǎn)方 總工藝流程說 煤氣化單 變換單 凈化單 分離單 羰化單 酯化單 加氫單 精制單 催化劑簡 變換催化 羰化催化 加氫催化 第3章物料與能量.....................................................................................................概 物料........................................................................................................................物料的意 物料的任 物料遵循原 物料結 能量........................................................................................................................能量的意 能量的任 能量遵循原 能量結 第4章能量平衡及節(jié)能優(yōu) 概 夾點技 夾點技術遵循原 夾點匹配的可行性原 換熱網(wǎng)絡設計結 物料流股提 確定能量目 換熱網(wǎng)絡設 節(jié)能效 第5章設備設計與選 概 選型依 設計原 反應器設計與選 塔設備選 換熱器選 泵選 風機選 儲罐選 管道選 閥門選 第6章廠址平面布 設計依 設計原 設計范 總平面布 總平面布置要 廠區(qū)布置流 廠區(qū)布置結果概 設計理 行政生活區(qū)功能 道路徑直短 生產(chǎn)分區(qū)緊湊集 生產(chǎn)區(qū)安 生產(chǎn)區(qū)流線、平 輔助設施布 主要建筑 道路...........................................................................................................廠區(qū)綠 供電與通 給排水系 供熱采暖與通 儲運設 維 消 第7章車間布 概 設計依 設計的內(nèi)容和程 車間布置原 車間布 車間平面布 車間立面布 設備布 罐區(qū)布 外管架布 輔助和生活設施布 安全與衛(wèi) 第8章管道布 設計依 設計原 管道布 塔的管道布 反應器的管道布 容器的管道布 換熱器的管道布 加熱爐的管道布 泵的管道布 壓縮機的管道布 管廊上的管道布 管道編 需要編號的管 不需要編號的管 管道號組 管道號各部分含義說 安全措 第9章自動化控 設計依 設計要 控制概 自動化內(nèi) 自動檢測系 自動聯(lián)鎖保護系 自動及自動開停車系 自動控制系 控制系 簡單控制系 復雜控制系 計算機控制系 常見儀表選 儀表選型原 常見儀表類 過程控制與檢 泵的控制方 壓縮機的控制方 換熱設備的控制方 反應器的控制方 精餾塔的控制方 加熱爐的控制方 儲罐的控制方 緊急停車系統(tǒng) 第10章空壓站、氮氧站、冷凍 設計依 空壓 空壓站系統(tǒng)組 儀表空氣質量要 開車規(guī) 氮氧 氮氣 氧氣 冷凍 冷公用工 冷凍站主要設 第11章供熱工 概 蒸汽系統(tǒng)設計原 蒸汽系統(tǒng)供熱能力要 熱量供需情 第12章采暖通風與空氣調 概 設計依 設計范 設計目 廠址氣候條 采暖設計方 通風系統(tǒng)設計方 車間空氣有害物質標 通風設計要 通風設計方 第13章給水排水工 概 設計依 設計范 設計原 給水系統(tǒng)設 給水系 生產(chǎn)給水系 生活給水系 消防給水系 冷卻水系 排水系統(tǒng)設 排水系 生產(chǎn)污水排放系 生活廢水排放系 雨水排放系 節(jié)水措 第14章供配電工 概 設計依 設計范 設計原 電力負荷分 保安負 重要負 次要負 一般負 變配電系 供電電 電壓等級和接地方 配電 配電裝置的布 應急柴油發(fā)電機組的選擇原 電壓互感 繼電保護的選擇與整 照明系 室內(nèi)照 路燈照 應急照 接地裝 第15章電信工 概 設計依 設計范 電信系統(tǒng)設計方 行政系統(tǒng)設 調度系統(tǒng)設 無線通信系統(tǒng)設 擴音對講系統(tǒng)設 電視系統(tǒng)設 火災自動系統(tǒng)設 有線廣播系統(tǒng)設 網(wǎng)絡通信輸送系統(tǒng)設 電信電路鋪 第16章土建工 概 設計依 設計原 設計范 廠區(qū)自然條 氣象條 地形條 土建工程設計方 防火設 防水防腐設 防噪防塵設 縮短建設工期的設 其他方面設 工程用地投資費 第17章儲運工 設計依 設計原 系 儲罐區(qū)設 儲罐區(qū)安全措 罐區(qū)管理制 系 系統(tǒng)外儲運措 系統(tǒng)內(nèi)措 道路布 出及物流布 注意事 第18章消防工 概 設計依 性分 消防安全措 基礎消防措 廠區(qū)消防布 生產(chǎn)過程的防火防 消防系 火災系 自動噴水系 消防給水系 消防官網(wǎng)布 消防設 消防值 第19章防雷防靜電工 概 設計依 防雷設 建筑物防雷措 第一類建筑物防雷措 第三類建筑物防雷措 露天儲罐、氣罐及戶外管道防雷措 防靜電與接地保 第20章與維 概 設計原 維修目 TPM維修管理模 TPM定 TPM特 設備三級保養(yǎng) 日常保 一級保 二級保 設備維 設備....................................................................................................................設備安全檢修要 維修人員管 維修人員主要任 維修人員能力要 維修人員管理要 維修車間設 第21章勞動安全與職業(yè)衛(wèi) 概 設計依 QHSE管理體 公司QHSE方 公司QHSE目 公司的QHSE承 勞動安 工業(yè)毒 燃燒與.....................................................................................................噪 觸電及機械.............................................................................................粉 職業(yè)衛(wèi) 防塵防 防中 防輻 自然預 建筑布局安 安全防范措 編寫安全生產(chǎn) 創(chuàng)建安全衛(wèi)士管理部 預備重大安全事故應急預 創(chuàng)立衛(wèi)生管理制 公共區(qū)域的清掃與保 室內(nèi)衛(wèi)生的管 廢棄物收運與管 環(huán)境衛(wèi)生設施的設置與管 的衛(wèi)生管 勞動安全與職業(yè)衛(wèi)生機 第22章環(huán)境保 設計依 投資項目污染物排 三廢治理措 廢氣的處 廢水的處 廢渣的處 噪聲的防 綠化設 第23章組織機構與勞動定 企業(yè)管理體 組織機構設 部門職能分 人力資源配 人員培 第1總本項目的目標是為化工石油設計一座年產(chǎn)30萬噸乙二醇/碳酸二甲酯的分廠，建于省畢節(jié)市織金新能源化工。30萬噸乙二醇/碳酸二甲酯產(chǎn)品設計方案有很好的市場調控功能，可根據(jù)乙二醇、碳酸二甲酯的市場需求對在年產(chǎn)30萬噸乙二醇/碳酸二甲酯生產(chǎn)的過，產(chǎn)生的混合二元醇、硫磺等項目設計《中民環(huán)境?！泛汀吨忻駝趧影踩ā返认嚓P的國家法律、；及有關專業(yè)的；由技術所有方編寫的乙二醇/碳酸二甲酯分廠項目及上級部門有關項目設計 發(fā)的準和規(guī)范規(guī)模效益年產(chǎn)30萬噸乙二醇/碳酸二甲酯產(chǎn)品設計方案確保了規(guī)模效應，提高了原料的在年產(chǎn)30萬噸乙二醇/碳酸二甲酯生產(chǎn)的過，產(chǎn)生的混合二元醇、硫磺等使用工業(yè)級原COH2NOO2和精醇為原料，成本高，難以推廣應CONOH2O2、工業(yè)甲醇為原料進行開發(fā)，使有機合成，分子結構中含有羰基、甲基和甲氧基等官能團，具有多種反應性能。由DMC無毒，它可作為甲基化劑或羰基化劑、油漆涂料、汽油添加劑、清潔劑、表面活變換反應采用QDB-05分，介孔分子篩MCM-41為載體。該催化劑在羰化反應過能夠有效地提高CO/MN比和降低反應溫度，提高原料轉化率和成品選擇性，降低生產(chǎn)成本。催化劑的使用較50t%Cu/SBA-15催化劑合成乙二醇。該催化劑提高原料轉化率，產(chǎn)品選擇性達到99%，符合原子經(jīng)濟性，降低生產(chǎn)成本。CO2）COCO的反應尾氣可直CO氣體，不會給環(huán)境造成污染。這些處理廠址選于省畢節(jié)市織金新型能源，在內(nèi)本廠所需原材料煤供應畢節(jié)地區(qū)是我國長江以南最大的優(yōu)質無煙煤，其煤炭資源具有分布廣、儲量大、提供大量煤制乙二醇原料。本廠與目前總公司180萬噸/年的甲醇項目在同一內(nèi)，本項

1-6-1產(chǎn)品方——式N2:93%，O2:6%，CO2:1%，有機物N2:99.5%，有機物N2:93%，O2:6%，CO2:1%，有機物CoO、MoO311.0Cu—主要物料1-8-1主要物料規(guī)格及消煤QDB-05Pd/Fe/MCM-41催化劑50t%的Cu/SBA-15電拓寬。多年來，亞太地區(qū)特別對乙二醇的需求一直保持著旺盛的增長，每年都有大該項目投產(chǎn)后，30萬噸/年乙二醇生產(chǎn)裝置將一定程度滿足市場對下游產(chǎn)品聚酯等產(chǎn)獲得良好的收 第2藝技術本項目的目標是為化工石油設計一座年產(chǎn)30萬噸CO羰化偶聯(lián)生成草酸酯，再加氫生產(chǎn)乙二醇，利用先進、節(jié)能、環(huán)保的工藝技術，降低CO和H2，典型副產(chǎn)物有CO2H2O、CH4、H2S等，煤氣化可分為熱解和氣化兩個階段。在煤熱解階段，煤中的有機質隨溫度（1）煤熱煤氣（CO2、CO、CH4、H2O、H2、NH3、H2S）+焦油（液）+(3-2-CmHn mCO2+（n/2）(3-2-CmHn mCO+（n/2）(3-2- （1－y－x/8）C+yCO+（x/4）(3-2- （1－y）C+yCO+（x/2）(3-2-（2）氣化反2CO+ (3-2-2H2+(3-2-CH4+(3-2-CO+CH4(3-2-CO2+CH4+(3-2-2CO+CH4(3-2-CO+H2(3-2-C+O(3-2-C+1/2O(3-2-C+H2(3-2-C+2H2+CO(3-2-C+(3-2-C(3-2-生SO2、H2S、COS等有害氣體。副反應如下：S+O(3-2-1/2S2+H(3-2-1/2S2(3-2-H2S COS CO變換及其分離，CO變換反應是通過氧化和還原反應交替進行來完成的。在一定溫度下，煤氣中的CO與水蒸氣在催化劑作用下發(fā)生變換反應生成H2CO2，其反應方程式如下： CO分子的碰撞而生成CO2，并離開催化劑表面。CO+ H2O+ Oad+ COad+ CO2+ NO、CO、O2、H2NOO2CH3OHCO與亞硝酸酯氧化偶聯(lián)得到草酸酯，草 (3-2- （CH3O）2CO 生成了CH3O-Pd-NO。ONOCH3

態(tài)CH3OOC-Pd-NO。 CH3OOC-Pd-NO之間的偶聯(lián)反應開始發(fā)生并生成Pd（COOCH3）2NO。 ④從Pd（COOCH3）2生成DMO

(3-2-(3-2-(3-2-(3-2-H2O+(3-2-(3-2-（3） (3-2-（CH2OH）2+ Poels研究DMO加氫過程，Cu0解離H2，Cu+穩(wěn)起親電子或路易斯酸的作用，通過與C=O的孤對電子作用來極化C=O催化體系中Cu+和Cu0在反應過吸附不同的原料DEOEG選擇性。Cu+DMO分子，將其固定在催化劑表面；Cu0DMO應，生成乙醇、1,2一丙二醇、1,2一丁二醇等副產(chǎn)物。煤氣化生產(chǎn)概歷史。1950年代，西門子公司開發(fā)出用于生產(chǎn)燃氣的第一臺階梯式爐蓖的煤氣發(fā)生爐。2020年代，催生煤氣化技術開始用于合成氣生產(chǎn)。為了提高煤氣化的氣化率和氣化強度，改善環(huán)境，2070年代以來發(fā)達國家加快了新一代煤氣化技術的開發(fā)和工途徑之一，通化過程將固態(tài)的煤轉化成氣態(tài)的合成氣，同時副產(chǎn)蒸汽、焦油、灰渣等方式的優(yōu)缺點比較見表2-3-2。SO2/O2/+++++-+氧氣/煤典型粗煤氣組26-----小小大大大表2-3-23種煤氣化技術工藝方式的優(yōu)缺點比1300℃10％-15），否則需加入助熔劑，增加運行成本；煤氣化單HT-L航天HT-L航天粉煤加壓氣化技術航天科技公司下屬航天長征化學工程有限公司擁有的專利技術，該技術對于實現(xiàn)粉煤加壓氣化裝置，打破國際技 到至關重要的作用。該工藝借鑒荷蘭S、德國GSP、Texaco煤氣化工藝中先進技E101-氧氣預熱器；X102-混合器；V105-中壓汽包；P101A/B-中壓汽包循環(huán)水泵V101研磨至粒徑<90μm。通過空氣鼓風機（K101）的空氣和氣與粉煤過濾器（SR101）一（F101（V102（V103（V103（F102（V106（V106分水經(jīng)渣鎖斗循環(huán)水泵（P103A/B）加壓后返回氣化爐激冷室；粗合成氣丘里洗滌（Z101（F1022-3-3主要操作參℃℃℃TexacoTexaco煤氣化技術也稱為水煤漿氣化技術，是由Texaco公司在重油氣化的基礎80年代投入工業(yè)化生產(chǎn)，是具有代表性的第二代煤氣化技術，屬于加用激冷流程或輻射鍋爐的方式回收能量，氣化過程包括煤漿、煤漿氣化和灰水處理等（助熔劑（165～70的水煤漿，通過滾筒篩濾去較大顆粒后進入磨機出口槽，最后經(jīng)磨機出口槽泵和振動篩送至煤漿槽中。煤漿槽（2）中煤漿由高壓煤漿泵（3）送氣化爐工藝噴嘴，與空分來的氧氣一起進入氣化爐（41300～1400℃進行O4級閃蒸處理后，部分灰水返回洗滌塔作洗滌水，經(jīng)激冷水泵（6）水處理。熔渣被激冷后進入鎖査罐（5，特大塊渣經(jīng)破碎進入鎖斗，定期排入渣池，由撈渣機撈出定期外運。表2-3- 主要操作參℃s3—℃200—℃250— 1993年采用殼牌煤氣化技術的第一套大型工業(yè)化生產(chǎn)裝置在荷蘭建成。S煤氣化成氣，CO2的含量較少。圖2-3-3S煤氣化工藝流程作為動力帶走煤中的水分，再經(jīng)袋式過濾器過濾，干燥的煤粉進入煤粉倉中。來自空氣化爐的氣體先在氣化爐頂部被激冷壓縮機（2）送來的冷煤氣激冷至900℃,然后經(jīng)輸氣350℃再進入高溫高壓陶瓷過濾器除去合成氣中99%的飛灰。出高溫高壓過濾器的氣體分為2股：一股進入激冷氣壓縮機壓縮后作為激冷氣；另一股進入洗滌器和洗滌塔，經(jīng)高壓工藝水除去其中剩余的灰并將溫度降至150℃后去氣體凈化裝置，處理后的煤氣含塵量小于1mg/m3，然后送后續(xù)工序。在氣化爐內(nèi)產(chǎn)生的熔渣沿氣化爐壁流入氣化爐底部的渣池，遇水成玻璃狀爐渣，然后通過收100℃后進入飛灰貯罐，一部分飛2-3-6主要操作參℃S有效氣成分水冷壁結構簡單，屬圓筒盤管型，水路簡單，水冷壁呈多段豎管排列，水路復雜，合金鋼材質，制造難度大，壽氣化原料煤幾乎涵蓋從褐煤到無煙煤的所有煤對煤種要求高（灰低于1250℃，成漿性氣化原料煤幾乎涵蓋從褐煤到無煙煤的所有煤低低高2-3-8工藝優(yōu)缺點比HT-L技TexacoS技夠潔凈高效地利用我國豐富的煤炭資源的HT-L粉煤加壓氣化工藝。CO（約CO變換、氣體凈化和分離才能進入下個工序生產(chǎn)乙二醇。CO變換單元即在變換爐及催化劑的作用下，使部COH2OH2CO2，氣體成分得到有效調整，滿足合成乙二醇對氣體組CO2COH2的分離，主要的分離方法有三種，即深冷分離法、變壓吸附法（PSA法）和膜分離法。1-氣液分離器；2-預變換爐；3-1#變換爐；4-2#變換爐；5-1#低壓廢鍋；6-中壓廢鍋7-中壓蒸汽過熱器；8-3#變換爐；9-預變爐進氣加熱器；10-2#低壓廢鍋；11-3#低壓廢表2-4-1高水氣比變換工藝流程由粉煤氣化單元送來的粗合成氣進入氣液分離器（1），出分離器頂部的工藝氣進入預1#變換爐（3）CO深度變換反應。1#變換爐（3）出口的高溫變換氣依次進入中壓廢鍋（6）和1#低壓廢鍋（5）副產(chǎn)中壓蒸汽和低壓蒸汽，降溫后進入2#變換爐（4）繼續(xù)進行變換反應，中壓蒸汽經(jīng)中壓蒸汽過熱器（7）加熱后送入預變換爐（2），低壓蒸汽排向大氣。2#變換爐（4）出口變換氣先進入變換爐進氣加熱器（9）加熱進口粗合成氣，再進入2#低壓廢鍋（10）副產(chǎn)低壓蒸汽，然后3#變換爐（8）進行反應。3#變換爐（8）CO0.40%，此變換氣進入2-4-1主要操作參℃℃—1#變換℃℃—2#變換℃℃—3#變換℃℃—寧波技術石油中國直接投資的直屬企業(yè)，為提升技術的研發(fā)、創(chuàng)新水平，提高企業(yè)的競爭力。本低水氣比工藝正是該與化工CO變換蒸汽消耗量大、能耗高等缺點。該工藝采用新型等溫變換爐以及低水氣比工藝，改變了傳統(tǒng)工藝的缺點。圖2-4-2低水氣比變換工藝流程先將粗合成氣送入氣液分離器（1），液體從氣液分離器（1）的底部出口流出。從氣的少量中壓過熱蒸汽充分混合，進入脫毒槽（2）（4（6預變混合氣在飽和塔（7）內(nèi)從下向上流動，同時與來自熱水塔（12）的工藝循環(huán)水逆流接觸進行傳熱傳質，出飽和塔（7）（8）加壓，送回熱水塔（12）3％～8防止有害物質在工藝循環(huán)水中累積。預變混合氣在飽和塔（7）低位熱能。由熱水塔（）底部流出的工藝循環(huán)水分別經(jīng)變換氣冷卻器（）7。由熱水塔（）頂部送出的等溫變換氣送入下2-4-2主要操作參℃℃℃—℃—h-℃℃—℃℃—h-℃℃℃寧波工程根據(jù)生產(chǎn)出現(xiàn)的問題對變換流程進行改進，改用低串中水氣1-氣液分離器；2-預變換爐；3-1#變換爐；4-2#變換爐；5-1#低壓廢鍋；6-中壓廢鍋7-中壓蒸汽過熱器；8-3#變換爐；9-預變爐進氣加熱器；10-2#低壓廢鍋；11-3#低壓廢圖2-4-3低串中水氣比變換工藝流從由粉煤氣化單元送來的粗合成氣進入氣液分離器（1），分離器頂部的工藝氣進入預換氣與來自的中壓過熱蒸汽以及工藝冷凝液混合，然后進入1#變換爐（3）進行CO深度變換反應。出1#變換爐（3）的高溫變換氣依次進入中壓廢鍋（6）和1#低壓廢鍋（5）2#變換爐（4）繼續(xù)進行入2#低壓廢鍋（10）副產(chǎn)低壓蒸汽，然后進入3#變換爐（8。3#變換爐（8）出口氣體中CO含量降到0.40%，此變換氣進入3#低壓廢鍋（11）副產(chǎn)低壓蒸汽后去下游。2-4-3主要操作參℃℃-1#變換℃℃-2#變換℃℃-3#變換℃℃-2-4-4操作條件對K8-11QCS-QDB-QDB-03QDB-04混313空速/h-——2-4-5工藝優(yōu)缺點對①提高了CO的平衡變換2-4-6CO變換催化劑性能對QDB-QDB-QDB-規(guī)格Ф3.5~4.5×5堆密度0.75孔容比表面磨損率——溫度壓力常壓常壓常壓干氣氣速/h-硫含量—CO的平衡轉化率，避免甲烷化副反應的發(fā)生，但是存在能耗過高，預變催化劑短，反應的深度難以控制等一系列問題。的低水氣比變換工藝具有煤選擇范圍廣，減少蒸汽用量，易控制變換出口CO含量等特點，但其發(fā)生甲烷化副反應的可能性大，催化劑短，再生難。寧波低串中水氣比變換工藝具有運行環(huán)境溫和，運行情況穩(wěn)定，操作費特點，但其中壓蒸汽消耗比低水氣比高，并存在少量甲烷化副反應。為了能清潔環(huán)保地生產(chǎn)，CO變換單元決定選用的低水氣比變換工藝，并在其基礎進行工藝創(chuàng)新，采用新型高效的QDB-05混合型催化劑，改進其存在的缺點。工藝方法采用煤漿氣化工藝生產(chǎn)的粗煤氣除含CO、H2、CO2外，還有少量H2S、COS、CH4N2、微量的氯、氨等成分。合成氣中的硫會引起合成催化劑失活，在合成氣進入合成10μL/L以下。變換氣中大量CO2會導致COH2在反應器中的分壓降低，對反應不利。2-4-7工藝優(yōu)缺點比要求較高的生產(chǎn)流適用于以煤為原料天然氣為原料的生C4H4S、RSH等有機硫；CO2含量會使溶劑循環(huán)量急劇增加，這將造成系統(tǒng)的能耗大大增加，經(jīng)濟上不合理；而物本項目CO2氣體脫除選擇物理吸收法脫除酸性氣體。CO2同時脫除，以簡化流程和提高效率。綜合脫硫、脫NHD法時，也能脫除CO2等酸性組分。低溫甲醇于處理含硫渣油部分氧化、煤氣化生成的氣體中CO2和硫化物。低溫甲醇洗技術的出現(xiàn)可以追溯到20世紀50年代魯奇（Lurgi）公司和林德（Linde）公司的研究工作。魯奇公司于1954年在南非Sasol公司建成了世界上第一個低溫甲醇洗的工業(yè)示范裝置，林德公司第一V105-塔頂回流罐；E108-再沸器；E109-加熱器；T105-分離塔；E110-再沸（T101（E103（T102（T101，大（V102CO2解吸塔（T102）H2S濃縮塔（T103）CO2（T102）H2S甲醇進入H2S（T103）H2S（T103）II（E104冷卻器（E103）回收冷量后進入甲醇洗滌塔（T101）重新進行洗滌。H2S濃縮塔（T103）底部出來甲醇經(jīng)過貧甲醇冷卻器I（E105）和熱再生塔進料加熱器（E106）換熱后進入熱（T104（V105H2（T104罐內(nèi)的新鮮甲醇加壓后一小部分注入原料氣中，另一大部分經(jīng)貧甲醇冷卻器I（E105）冷（T105熱塔。塔頂甲醇蒸汽送入熱再生塔（T104，塔底排出的廢水送往污水處理系統(tǒng)。2-4-8主要操作參CO2品純度大于99%，有利于下游利用。NHD聚乙二醇二甲醚法首先由Allied化學公司于1965年開發(fā)，稱為Selexol，它使用多組分的聚乙二醇二甲醚的混合溶劑。目前Selexol是UOP公司的專利技術。我國南有良好的經(jīng)濟效益與社會效益。H2SNHD溶劑中的溶解度服從亨利定律，其溶解度隨變換氣與混合閃蒸氣一起，進入脫硫塔（1）NHD貧液逆流接觸，H2S、COSCO2，出脫硫塔頂?shù)牧?，送往脫碳系統(tǒng)。脫硫塔（1）底排（9NHD脫硫的脫硫氣，經(jīng)氣體換熱器（16）冷卻后進入脫碳塔（17。氣體在塔內(nèi)與自上而下的CO2的富液，從脫碳塔（17）底流出，經(jīng)過水力透平（18）減壓，然后在脫（22，重新用于吸收CO2。2-4-9主要操作參℃℃℃—℃0.1μL/L。中溶劑損耗一般不超過0.2kg/tCO2，工藝流可不設置溶劑回收裝置。工藝對2-4-10溶劑性質的比密度沸點-閃點表2-4-11各工藝操作條件及一般指標比溫度壓力溶劑循環(huán)量/t·h-CO2H2S回收率—2-4-12工藝優(yōu)缺點比CO2H2SCOS；NHD采用低溫甲醇洗工藝時更為有利，因為合成氣制乙二醇段也有消耗和生產(chǎn)甲醇，和運工藝方法主要的分離方法有三種，即深冷分離法、變壓吸附法（PSA法）和膜分離法。關于三種分離方法的比較見表2-4-13。2-4-13三種分離方法的對比小CO純度CO收率—H2收率高低低⑤可在高壓下CO①要消耗大量的冷②當原料氣中含N2②需要高純度CO時，設1960年Skarstrom提出PSA專5APSA裝置。隨著科技不斷的發(fā)展，變壓吸兩段溫甲醇洗后的原料氣中的甲醇等重組分雜質脫除，保護PSA-CO工序吸附劑。CO工序（PSA-CO）185臺吸附塔CO的目的。在一個周期中每個吸附塔均經(jīng)歷：吸附、均壓降壓、順放、逆向放吸附塔由四種吸附劑組成，分別是HQ-901、HQ-602、HQ-606和HQ-102，具體裝填情況見表2-4-14。1HQ-2HQ-3HQ-4HQ-一段碳的變壓吸附方法。本裝置采用的一段法是同盛科技公司的工藝。圖2-4-7一段法分離流程圖吸附。該工段共有15臺吸附塔，同時間段內(nèi)各有2臺吸附，控制第二吸附塔出口的CO100ppm，從第一吸附塔的下部得到≥98.5%CO。以下以第一吸附塔（T101）的吸附下，其中的CO2、CO、H2O等雜質被吸附下來，未被吸附的氫氣作為產(chǎn)品從塔頂流（T102當?shù)诙剿═102）CO100ppm，停止第一吸附塔（T101）的吸附，此時第一吸附塔（T101）的壓力約為0.05MPa；④CO產(chǎn)物順著吸附方向自第一吸附塔（T101）底進入吸附塔，將第一吸附塔（T101）H2、N2⑤逆放：逆著吸附的方向對第一吸附塔（T101）進行降壓，此逆放氣作為產(chǎn)物（V104（P101A/B（V104吸附塔的真空度達到-0.08時，停止抽空；（V102出口CO的濃度達到100ppm或者氫氣純度低于99.99%時，初步吸附步驟結束；2-4-15主要操作參%%體參數(shù)見表2-4-16。2-4-16吸附劑參數(shù)孔容—工藝對202-4-18兩段法與一段法的優(yōu)缺點對合成乙二醇概合成氣制乙二醇的生產(chǎn)工藝的主要路線是以草酸二甲酯為基本，包括CO催化羰化偶聯(lián)合成DMO和DMO催化加氫兩步，共四個單元，分別是羰化單元、酯化單元、加氫單元和精制單元。羰化單元的作用是進行CO和MN之間的催化偶聯(lián)反應，得到中間產(chǎn)物草酸二甲酯（DMO。酯化單元的作用是將羰化單元生成的NO和加氫單元得到的甲醇精制單元是將粗EG產(chǎn)品精制獲得聚酯級EG和冷凍級EG產(chǎn)品。概1965年UnionOil公司Fenton等首先發(fā)現(xiàn)了一氧化碳催化偶聯(lián)合成草酸酯的新路一系列改進，但仍存在反應條件苛刻、草酸酯選擇性低和產(chǎn)品分離等問題，選擇該法國內(nèi)福建物構所、、華東理工大學、焦化、戊正公司等都對氣相法合成草酸酯進行了研究，氣相法的研究重點是對工藝流程的優(yōu)化、NO循環(huán)利用和羰化催化劑等關鍵問題上。這里主要比較福建物構所、焦化和戊正福建物構所工中國福建物質結構從1979年開始，經(jīng)過近30年的攻關，開發(fā)成功氣相催NO200912月在內(nèi)蒙古通遼金煤化工建成20萬噸/年煤制乙二醇項目。草酸酯合成裝置原料全部采用CO、NO、O2CO氣體脫氫催化劑及脫氫除氧凈化技術、NO工藝流程示意圖見圖2-5-1。圖2-5- 福建物構所工藝流程CO送入載有催化劑的固定床反應器（R101）中，并按一定比例混入普氧，5%～40%反應產(chǎn)物進入冷凝吸收塔（T102NO的反2-5-1主要操作參h-℃℃s℃0華誼華誼是應用潔凈煤技術為主體，發(fā)展煤基多聯(lián)產(chǎn)的綜合性大型化工企業(yè)。已實現(xiàn)工業(yè)化，項目中關鍵技術之一的羰化催化劑SJ/T02-01具有高選擇性、長、高圖2-5-2華誼工藝流程下部，與來自凈化塔（3）塔頂?shù)乃媪鹘佑|，凈化后的氣體并進入干燥器（4）干O（（，并經(jīng)循環(huán)壓縮機（0）壓縮后返回酯化再生塔（1，甲醇洗滌塔（7）塔底出來的液體進入2-5-2主要操作參℃s℃℃戊正戊正公司為山東華魯恒升5萬噸/年乙二醇裝置設計制作的第一7000小時，催化劑的各項性能未有明顯變化。20121月8日，戊正工程技術研發(fā)的第三代煤制乙二醇催化劑已有較大進展，將為乙R101-羰化反應器；V101-汽包；E101-出口換熱器；V102-第一氣液分離器；T101-脫水塔V103-DMC儲罐；R201-酯化反應塔；T201-甲醇回收塔；E201-酯化反應器冷凝器；E202-酯化反應器再沸器；E203-甲醇回收塔頂冷凝器；E204-甲醇回收塔底再沸器圖2-5-3戊正工藝流程來自分離單元的CO、外界補充的作為惰性氣源的N2以及來自酯化單元的亞硝酸甲酯（E101，經(jīng)殼（101（V101氣排到系統(tǒng)行處理，塔釜液相組分進入甲醇精餾塔（T103）進行精餾分離，塔頂回收的甲醇和亞硝酸甲酯MN混合物循環(huán)至酯化單元再利用，塔釜重組分進入DMO精餾塔（T104（V103（R201塔板處進料，O23路分別從第222325塊塔板處進入，與從塔頂?shù)?塊塔板處（T201）10塊進料的塔釜回流液在塔內(nèi)（T201塔頂甲醇輕組分經(jīng)采出后部分與補充新鮮甲醇匯合后通往酯化反應塔（R2012-5-3主要操作參℃h-塊℃℃塊℃℃塊℃℃—塊℃℃℃2塊℃℃—③聯(lián)產(chǎn)DMCDMO，增加經(jīng)濟效益⑤O2分段進料，提高反應速率（5）浦景工工大學、淮化合作的煤制乙二醇中試裝置于2010年初奠基，裝置運行穩(wěn)定，安前國內(nèi)最大規(guī)模的工業(yè)生產(chǎn)裝置，公司占有該項技術30%以上的市場份額。--圖2-5-4浦景工藝流程將凈化單元出來的CO和循環(huán)氣（含有甲醇、 、O、MN、CO、N2等）按（0.6556∶1）體積比各分成兩股后分別混合，然后進入DMC合成反應器（1）和DMO合成出來的液體部分送入DMO精餾塔（5）頂部，第二冷液分離器（4）出來的液體部分送入DMO精餾塔（5）底部大約第9塊塔板上，經(jīng)精餾后塔底可得DMO。DMO精餾塔（5）

2-5-4主要操作參℃DMO合成℃塊—塊—（6）工藝對2-5-5合成草酸酯工藝方法對CO、普氧CO、O2CO、N2、O2Pd-Zr/α-Pd-Ir/α-1122溫度壓力—空速/h-—溫度0壓力—2停留時間———2-5-6工藝優(yōu)缺點對化劑提高了效率，降低飛溫的性；N2O3N3O4中的一種或多種的任意①用新型板式反應器，單套反應器生產(chǎn)③聯(lián)產(chǎn)DMC和DMO，增加經(jīng)濟效益②④聯(lián)產(chǎn)DMC和DMO，可根據(jù)市場調Pd為活性組分，但助劑和載體有差別。國內(nèi)氣相法合成草酸酯催化劑性能見表2-5-7。表2-5-7國內(nèi)氣相法合成草酸酯催化劑性能溫度轉化率選擇性Pd-Zr/α-63.9>95Pd-Ir/α-85～95—9295Pd/Fe/MCM-9299Pd-Ti-Ce/α-57>96Pd-Fe/α-20～60>96Pd-納米碳纖>85100>80>99Pd-Ga/α-35～5585標注：①亞硝酸甲酯的轉化率；②CO單程轉化率；③草酸二甲酯的選擇性；④草酸二乙料Pd/Fe/MCM-41催化劑，該催化劑以金屬鈀為主活性組分，鐵為助活性組分，介孔分子篩MCM-41為載體?；瘎╅L、操作簡便等優(yōu)點，具有較大的優(yōu)越性，因而處于顯著領先地位。但其循環(huán)利他產(chǎn)品，經(jīng)濟效益差。華誼的工藝具有高選擇性、原料來源廣泛、工藝成熟可靠等特他產(chǎn)品。浦景的工藝雖聯(lián)產(chǎn)DMO和DMC，但所需反應器較多。戊正的工藝具有單產(chǎn)能力大，高選擇性、高轉化率，催化劑裝填量較少，降低廢物排放，且聯(lián)產(chǎn)DMO和草酸酯加氫生產(chǎn)方概草酸酯加氫主要是工藝優(yōu)化與加氫催化劑使用的研究，根據(jù)催化劑的使用情況，Ru等到貴金屬催化劑為主的液相加氫法和以銅基2080Matteoli等的羰基釕絡合物催化劑，他們以甲醇為溶劑，Ru(CO)2(CH3COO)2(PBu3)2為催化劑，在反應溫度180℃，反應氫分壓13.2MPa，乙二醇26.7%。90TeunisseRu催化劑進行了改進，使得反下降、縮短，所以國內(nèi)對草酸酯加氫催化劑進行了大量的研究。浦景公司工藝（兩步法催化加氫2012年8月中旬，由華東理工大學、浦景化工技術、淮化共同建設的1000噸/年煤基合成氣羰化耦聯(lián)加氫制乙二醇中試裝置，通過了組織的60萬噸/年乙二醇裝置單線于326日一次投料開車成功，產(chǎn)出優(yōu)等級乙二醇產(chǎn)品，該套乙醇酸酯合成反應器（1），經(jīng)催化劑催化加氫后生成的乙醇酸酯與第二股氫氣共同進入第，反應產(chǎn)物與第四股氫氣共同進入第二乙二醇合成反應器（5），反應后進入第二氣2-5-8主要操作參質量空速/h-西南化工研究設計院工圖2-5-6西南化工研究設計院工藝流程（72-5-9主要操作參℃℃℃℃-h-戊正工程技術是一家以石油化工、煤化工為技術的高技術企業(yè)，它為山東華魯恒升5萬噸/年乙二醇裝置設計制作的第一代催化劑中試試驗7000小時，催化劑的各項性能未有明顯變化。目前，戊正公司正在研究第三代加氫催化劑，各項性能更加優(yōu)越，其轉化率將接近100%，選擇性大于98%。分離的H2三股氣流混合后經(jīng)加氫循環(huán)壓縮機（C101）加壓后，與來自羰化單元的草酸二甲酯DMO混合，進入出口換熱器（E102）經(jīng)殼加氫反應器（R101）塔釜底部出來的（F101，預熱后的氣體作為原料氣達到催化劑床層溫度后進入催化劑床層進行加氫（V101（V103一步精制。膜分離器（V105）頂部出來的尾氣排到系統(tǒng)行處理，底部出來的H2作為

2-5-10主要操作參℃（5）工子公司揚子合成氣制乙二醇試驗裝置順利完成全部試驗任務，并成為國內(nèi)第一家以合成氣為原料，成功聚合級乙二醇的企業(yè)，這標志著中國已經(jīng)擁有成套成煤制乙二醇技術，其加氫制聚合級乙二醇工藝領先于同類技術。圖2-5-8草酸酯加氫反應流程溫后再進混合器（4。在混合器（4）內(nèi)氫氣與預熱后的草酸酯原料充分混合，并將草酸氣液分離罐（8）中的液相目標產(chǎn)物進后續(xù)精制單元，氣相去循環(huán)壓縮機（1。2-5-11主要操作參℃h-（6）工藝對2-5-12草酸酯加氫工藝方法對222溫度壓力—2-5-13工藝優(yōu)缺點對15%以上；①采用等溫反應器或者等溫反應器與絕了反應器床層溫升，又保證了轉化的效溫度ARCO公司Cr-Cu-B-————Cu-Mg-Al2Cu/SBA-Cu/SBA-6Cu1.9Au/SBA-ZhangS——WangSYinA——HeZCu-MCM-41分篩2 學的50t%Cu/SBA-15催化浦景公司的加氫單元采用兩步法加氫，該工藝的系統(tǒng)氫酯比較低，且多應器的性差、較短等問題，且系統(tǒng)的氫酯比過大。戊正的加氫工藝采用采用新型板式反應器，減少系統(tǒng)投資費用，催化劑選擇性高，轉化率高，且充分進行尾氣、廢液、固廢的回收循環(huán)利用，符合綠色經(jīng)濟，但其設備費相對較高，催化劑費用高。的工但其換熱設備較多，相應的增加了建設投資，催化劑較短。為了能更清潔環(huán)保地生乙二醇精（1）戊正工2-5-9三塔法流程（T101（T1032-5-15主要操作參℃℃-塊℃℃-塊℃℃-塊（2）淮化工2010年，淮化與浦景化工技術和華東理工大合，精制技術出來的產(chǎn)品質量穩(wěn)定，該裝置具有自主知識的創(chuàng)新技術。目前已有工業(yè)示范V104-乙二醇合格品罐；V105-乙二醇優(yōu)級品2-5-10五塔法流程（T101V101（V101（T103（V102（T104V103（V104（T104（V1052-5-16主要操作參℃℃℃℃℃（3）LNGLNG低溫法是江蘇中核華緯工程設計研究設計的，通過換熱方式將LNG氣目前共沸精餾方法提純乙二醇，解決制乙二醇能耗過高、純度低的問題。圖2-5- LNG低溫法工藝流程LNG儲罐（1）LNG低溫液體通過換熱單元（2）換熱升溫至室溫氣化，氣化入換熱單元（2）換熱降溫。降溫后的粗產(chǎn)物通過換熱乙二醇粗產(chǎn)物輸送管道輸送至輔（4,5）分離出來的乙二醇粗產(chǎn)物中乙二醇、1,2-1,2-丁二醇等產(chǎn)物，輸送至換熱2-5-17主要操作參℃℃℃①綜合利用LNG的冷能，大幅降低能耗，緩解LNG氣化時對環(huán)境的影響（4）華誼工圖2-5-12華誼工藝流程（1（2（3（4（4（5O（6。產(chǎn)品精餾塔（6）BD（0.1％—5％）的乙二醇，塔釜出重組分。精餾產(chǎn)品通（72-5-18主要操作參℃%1塊塊-3℃℃℃℃℃2塊塊6-1℃℃℃℃BDO塊塊-℃℃℃℃塊塊-℃℃℃℃防凍級產(chǎn)品進行再利用，提高了粗產(chǎn)品中乙二醇的回收和利用率，節(jié)約了能源；好，催化劑利用率高的優(yōu)點。工藝對比，四種精制工藝的優(yōu)缺點對比見表2-5-19。2-5-19工藝優(yōu)缺點對工藝確產(chǎn)量低，項目收益低。淮化公司的工藝具有副產(chǎn)物的純度較高，壓力較低，設備負荷較小，優(yōu)品級乙二醇產(chǎn)量高等特點，但該工藝流程長，設備較多，成本高。低溫LNG法的工藝具有創(chuàng)新性，熱能可有效利用，能耗較低，但其成本過高。華誼公司的工藝具益，精制單元決定選用淮化的工藝，并在其基礎上進行工藝改進，降低能耗，增加聚總工藝流程說COCON2廢 補充

2-6-1本項目總工藝流程方框煤氣化單（V101一端出來由袋式過濾器回流鼓風機（C103）加壓后的氣體進入惰性氣體發(fā)生器（F101（2（V103（C102界外經(jīng)氧氣預熱器（E101）預熱的氧氣與中壓過熱蒸汽經(jīng)混合器（X102）混合后作（F102（V106（P102A/B（V106環(huán)被水激冷后，沿下降管導入激冷室進行水浴，粗渣被破渣機（H101）破碎后通過渣（T101，（F102變換單（20（E201）換熱后，去脫毒槽（T2）除去煤（T21（R20進行預反（0（R20口水氣比要求后，再進入等溫變換爐（22）的內(nèi)外筒環(huán)隙（，徑向通過催化層，（E21（E2（P202A加壓后的脫鹽水進行換熱。加熱后的脫鹽水進入汽包（，與從等溫變換爐（R20）爐頂出來202（E2（E20（3分（分離出工藝冷凝水混合后經(jīng)工藝冷凝水給料泵（P202A/）加壓后返回煤氣化段洗滌塔（T11）再利用，變換氣經(jīng)變換氣壓縮機（C20）加壓后輸送至下一工段。凈化單（E301）冷卻后進入進料分離罐（V301）分離出其中的甲醇水溶液。原料氣在塔底進入回收冷量后送下一工段。從進料分離罐（V301）分離出的甲醇、水混合物經(jīng)甲醇水（T305來自甲醇洗滌塔（T101）的富含CO2的甲醇，先經(jīng)甲醇換熱器（E303）和無硫甲醇氨冷（V303（V304，閃蒸液則進入CO2解吸塔（T302）塔頂進行解吸，解吸出CO2氣體經(jīng)原料氣冷來自CO2解吸塔（T302）上部的甲醇液送入H2S濃縮塔（T303）的中上部，來自CO2（T302）H2S甲醇進入H2S（T303）H2S（T303）N2進料泵（P309A/B）加壓N2CO2H2S濃縮塔（T303）的微量甲醇和H2S后排空。H2S濃縮塔（T303）上段抽出的甲醇液通過甲醇閃蒸罐給料泵（P302A/B）先后用貧甲醇冷卻器II（E305、循環(huán)甲醇冷卻器（E302）回收冷量后進入甲醇閃蒸罐（V302（P301A/B）加壓后經(jīng)甲醇冷卻器（E303）回收冷量后進入CO2解吸塔（T302）底部。H2S濃縮塔（T303）底部出來甲醇先經(jīng)甲醇熱再生塔給料泵（P303A/B）I（E309（T304（V306H2S冷卻器（E314）H2S氨冷器冷卻后進入H2S氣體分離罐（V307）分離，分離出的冷H2S濃縮塔（T303）H2SH2S換熱器（E314）加熱H2S組分的濃度，一部分來自酸性氣分H2S濃縮塔（T303）鮮甲醇混合，用貧甲醇泵（P304A/B）加壓后經(jīng)貧甲醇水冷器（E310）和貧甲醇冷卻器水加熱器（E316）換熱塔。該塔由甲醇水分離塔再沸器（E317）進行加熱，塔頂甲醇（T304（T305分離單加壓后進入吸附塔進行程控吸附。該工段共有15臺吸附塔，同時間段內(nèi)各有2臺吸CO2、CO、H2O等雜質被吸附下來，未被吸附的氫氣作為產(chǎn)品從塔頂流（T402附，當?shù)诙剿═402）出口的CO濃度達到100ppm，停止第一吸附塔（T401）的迅速回收進解析氣緩沖罐（V403）CO88%時，停止順放，此時第一吸附塔（T401）的壓力約為0.05MPa；附塔（T401）內(nèi)殘存的H2、N2等氣體雜質順向從吸附塔置換出去至解吸氣緩沖罐（V403CO緩沖罐（V4040.01MPa時，逆放過程結束；（P401A/B（V404，當吸附塔的真空度達到-0.08時，停止抽空；（T401出口CO的濃度達到100ppm或者氫氣純度低于99.99%時，初步吸附步驟結束；羰化單（C503）CO鼓風機（C501）CO（E501（V501（T502（E502（T503（T503（T504塔回流罐（V503DMO精餾塔回流泵（P505A/B）升壓后，一部分送回（T504塔釜重組分DMO換熱后進入加氫單元。酯化單OO（2混合后進入酯化反應塔（R60，2經(jīng)2鼓風機（C60）分3路進入，與經(jīng)甲醇泵（P60/）1塊塔板處進料的新鮮甲醇和羰化單元的回收甲醇經(jīng)酯化塔甲醇進料混合（1）5塊進料的來自甲醇回收塔（T6）回收的甲醇與新鮮（）10塊進料的塔釜經(jīng)酯化反應塔出口泵（03A/B）加壓的回流液在塔內(nèi)進行氣液逆流接觸，發(fā)生酯化反應；塔釜出料經(jīng)酯化反應塔出口泵（P603A/）加壓后一股回流至反應塔內(nèi)，另一股進入甲醇（T0（E60冷卻后進（0（P602A/升壓返回酯化反（R60MN（C50（T51（T6）塔頂混合物經(jīng)甲醇回收塔頂冷卻器（E603）冷卻后，凝液進入甲醇回收塔回流罐（V602II（P605A/B）加壓后部分與補充的新鮮甲醇匯合，送入酯化反加氫單分離單元的H2與膜分離器（SR701）分離出的經(jīng)氫氣循環(huán)鼓風機（C703）加壓后的H2在加氫氣體混合器（X701）混合后進入加氫循環(huán)壓縮機（C703）進行壓縮，壓縮后進入加氫氫氣進料預熱器（E701）換熱后與經(jīng)進料預熱器（E702、加熱爐（F701）加熱的（X701（V701過熱蒸汽接觸換熱，得到的飽和水從加氫反應器（R701）底部進入，進行循環(huán)換熱，并得到飽和蒸汽。加氫反應器（R701）氣相出料與循環(huán)氫在進料預熱器（E701）（70精制單（T801，脫甲醇塔（V801回流泵（/B）升壓后，一部分送回脫甲醇塔（1）塔頂回流，另一部分甲醇進入分經(jīng)脫輕組分塔泵（/B）加壓后進入脫輕組分塔（2）分離提純。脫輕組（V803（V804（T803（V805（V806（P806/B（V807催化劑簡變換催化廠家：青島聯(lián)信催化材料；堆密度比孔容比表面0.752-7-2催化劑使用條溫度壓力常壓劑進行再生，延長使用年限，QDB-05型催化劑的再生過程相對簡0.1～0.3：1的中壓蒸汽通入再生系統(tǒng)，以84℃/h的升溫速率給催化劑床層升溫，直到催化劑床止。通入工藝空氣，與蒸汽在再生混合器內(nèi)充分混合后，含約2%（體積）濃度的空氣的混合物進入床層，觀察床層溫度1小時，可以從床溫的變化來觀察床層含碳物質的燃燒情24小時后，當在出口氣體中的不凝性氣體中的CO22%，而氧氣大約15%時可以認為再生過羰化催化廠家：江蘇金聚合金材料；表2-7-3Pd/Fe/MCM-41催化劑具體參催化劑的：首先采用常規(guī)方法介孔分子篩MCM-41，然后擠條成型做為載體。稱1.3gPdCl245ml1.0％HCl的溶液當中，9515min使其溶解，1204h8％20的比例加入軟水，702hpHpH催化劑的改性：采用Fe對Pd/Fe/MCM-41催化劑進行改性。加氫催化廠家：復旦大學；2-7-450t%Cu/SBA-15催化劑具體參空速/g·（g·h）-催化劑的：將定量P123（Aldrich，EO20PO70-EO20，Ma=5800）和120mlHC1（2M）放到燒杯巾攪撲混合，然后加入定量TEOS（正硅酸乙酯40℃的水浴中攬拌4h，將10048h，冷卻至室溫后，經(jīng)過抽濾、洗漆SBA-15樣品原粉。后將該樣品放在馬弗爐中，在空氣氣氛下5℃/min的速54010hSBA-15。采用等體積共浸漬法Cu/SBA-15催化劑.SBA-15分子篩浸漬于計算量的溶液中，室溫下干燥過夜，120℃干燥3h，500℃焙燒4h，即制得Cu/SBA-15催化劑。第3章物料與能概工藝設計中，物料是在工藝流程確定后進行的。目的是根據(jù)原料與產(chǎn)品之間的定量轉化關系，計算原料的消耗量，各種中間產(chǎn)品和副產(chǎn)品的產(chǎn)量，生產(chǎn)過各階段的消全流程的模擬，得到物料和能量的數(shù)據(jù)，然后對物料和能量進行了。物物料的意物料是確定化工生產(chǎn)過物料比例和物料轉變的定量關系的過程，是化工工藝計算中最基本、最重要的內(nèi)容之一。在化學工，設計或改造工藝流程和設備，了解和物料的任物料的主要任務在于物料遵循原物料以質量守恒定理為理論基礎，對物料平衡進行的計算。它是研究某一體系內(nèi)物料結消耗、生產(chǎn)與積累的情況進行計算得到全局物料和各單元物料。能能量的意對于新設計的生產(chǎn)車間，能量的主要目的是確定設備的熱負荷。根據(jù)設備的熱負能量的任能量遵循原QinQout Qin：表示輸入設備熱量的總和QoutQlQ+W=ΣHout-其中 Q：設備的熱負荷∑Hout：離開設備的各物料∑Hin：進入設備的各物料焓能量結熱負荷對于系統(tǒng)能量的影響，分別根據(jù)上述三個方面對各設備進行。第4章能量平衡及概化工行業(yè)是耗能大戶，我國煉油、化工等過程的耗能占總耗能的一半左右，如何提高工業(yè)能源的利用率已經(jīng)成為影響國民經(jīng)濟能力的重要因素；在化工過，采用新技AspenEnergy FCp流出≥FCp物料流股首先將AspenPlus流程模擬文件導入AspenEnergyyzerV8.4，得到物流數(shù)據(jù)。物表熱物流被冷卻。具體導入數(shù)據(jù)見圖4-3-1。確定能量4-3-24-3-2可知熱集成網(wǎng)絡總年度費用指數(shù)隨換熱溫差從小到大有一個先降后升的過熱溫差，最小傳熱溫差即為7.5℃。7.54-3-3所示。上方曲線為熱流股的組合曲線，4-3