目 录
毕业设计任务书 设计提要 第一章 总论
(一) 简述二氧化碳生产的国内外概括及意义 (二)(三)(四)(五)(六)(七)(八)(九)第二章 (一)(二)(三)第三章 (一)(二)(三)(四)(五)产品的性质、用途、规格和国家标准、国际标准 设计的原始依据、主要技术经济指标 二氧化碳设计采取的生产方法 确定原料来源及性质
论证设计选定的厂址、交通、气候、地质条件
简要说明主辅车间地组成、工作制度及水、电地供应装备三废情况及环境保护的大体方案 安全注意事项
工艺流程设计及设备论证 设计论证 逐步完善工艺流程 工艺流程叙述 设备论证 物料衡算 衡算依据 总算
100#工序 洗涤除尘工序 200#工序 脱硫干燥工序
从原料压缩机至提纯塔的过程物料衡算
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第四章 热量衡算 (一) 文丘里 (二) 洗涤塔 (三) 吸收塔
(四) 原料压缩机及其冷却器 (五) 二级脱硫
(六) 产品气压缩机及其冷却器 (七) 提纯塔 (八) 氨冷器 第五章 工艺设备选型 (一) 换热器选型 (二) 提纯塔工艺设计
(三) 其他各塔及设备的工艺计算 主要参考资料 结束语
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毕业设计任务书
一、设计题目：年产14000吨食品级液体二氧化碳工艺设计 二、主要原料：石灰窑气
三、产品质量标准：符合国家标准（GB10621－89） 四、主要设计参数：见附表 五、设计要求：按毕业设计大纲 六、设计内容： 1、设计说明书
（1）工艺流程的选择和论证 （2）工艺指标的确定和论证 （3）物料衡算和能量衡算 （4）设备选型及计算 （5）按大纲要求的其它内容
2、设计图纸
（1）带控制点工艺流程图
（2）设备平、立面布置图 七、完成日期：二OO五年六月二十五日
设计者：
指导教师：
发出日期：二OO五年五月三日
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附表：
主要设计参数
1.年工作日320天； 2.CO2的提取率为60%； 3.产品质量标准： 组成 含量 组成 含量 H2S SO2 有机硫 ≤0.5mg/Nm3 CO ≤10ppm H2O ≤30ppm CO2 ≥99.99% NOX ≤5ppm ≤2mg/Nm3 ≤2mg/Nm3 O2 ≤20ppm N2 ≤20ppm 4.原料气组成：
组成 CO CO2 N2 O2 SO2 50 mg/Nm3 粉尘 50 mg/Nm3 含量 1.8～2％ 40％ 55％ 2～3％ 组成 NOX 20 mg/Nm3 H2S 100 mg/Nm3 CS2 COS 200 mg/Nm3 含量 0.97 mg/Nm3 5.原料气水洗工序
石灰窑气出口温度：180℃ 窑气出口压力：0.01－0.03Mpa 窑气出洗涤塔温度：≤40℃ 窑气出洗涤塔含尘量：≤5 mg/Nm3 窑气出吸收塔SO2含量：≤5ppm
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6.原料气压缩、预处理工序
预处理器出口无机硫含量：≤0.1ppm 二级脱硫器进口气体温度：60－100℃ 二级脱硫转化率取90%～99% 三级脱硫器出口：总硫≤0.2ppm
7.提纯塔进口CO2含量为90%（v/v）,塔顶CO2含量为95%（v/v），塔釜CO2含量为99.99%（v/v）；
8.置换气放空CO2含量为78%（v/v），N2含量为19%（v/v），其余为3%（v/v）； 9.废气、顺放气CO2含量为12%（v/v）；
10.文丘里、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。
设 计 提 要
本次设计是生产14000吨/年的食品级二氧化碳工业流程设计,采用技术较为先进的变压法(PAS法)。
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设计中以节约能源、经济合理、工艺简单、保证产品质量为前提,依据 电石厂的工艺情况并结合本设计的要求,在流程中首先将含CO2混合气体进入予处理工序,采用湿法除尘工艺除尘,多级脱硫脱除硫化物,变温吸附技术除水等技术,除去杂质气体,然后再进入变压吸附工序,从吸附相中得到纯度较高的CO2气体,以满足工业需要,最后通过提纯工序,得到纯度更高的液态CO2产品,产品的质量标准符合国际饮料协会的标准。
本设计共包括:设计总论、工艺流程设计论证、设计计算和绘图四个部分。 在设计总论部分,首先对产品进行了概述,并按厂址选择要求,对选定厂址的水文、气象、地质等情况作了初步调查,并从水、电、汽供应情况和交通运输方面进一步说明了厂址选择地合理性,并对主、副原料的供应要求作了明确的规定。
同时,重点从生产CO2的用途和提高产品质量、降低车间生产费用等目的出发,确定了变压吸附法（PAS）提纯CO2的方法,并对本工艺路线和生产原理作了扼要的介绍,就流程中各工序的任务作了明确的说明。着重从工艺的各个角度,对整个生产过程,通过工艺条件的分析,工艺流程的论证,主要设备的论证,进一步阐明本设计在生产中的先进性和合理性。并对安全保护措施、三废处理问题作了具体的说明。
在设计计算部分,主要从给定地生产任务出发对整个生产过程进行总算,并对各个设备进行了具体的物料衡算和热量衡算,在此基础上对主要设备进行了工艺设计计算,对部分设备进行了选型计算。
在绘图部分,根据设计说明和计算,绘制了工艺流程和设备布置图。
由于本设计在时间上比较仓促,以及有些数据难以查找,对某些方面只按厂里的工艺指标或经验数据为依据,因此有待于今后实际生产中的摸索和探讨。
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第一章 总 论
一、简述二氧化碳生产的国内外概括及意义
二氧化碳的发现应追溯到17世纪初,当时,比利时化学家J·B·Van Helmont(1577-1644)在检测木炭时发现一种与其他气体不同的气体。1757年, J·Black第一个应用定量的方法研究这种气体,由于它是固定在石灰石中的,所以定名它为“固定空气”。此后,H·Cavendish和J·Priestley分别研究了“固定空气”的性质。1773年,A·L·Lavoisior把碳放在氧气中加热,得到被他称为“碳酸”的二氧化碳气体,测出质量组成为含碳23.5%-28.9%、含氧71.1%-76.5%。1823年,M·Faraday发现加压可以使二氧化碳气体液化。1833年,M·Thilorier制得固态二氧化碳(干冰)。1884年,在德国建成第一家生产液态二氧化碳的工厂。
二氧化碳化学自20世纪80年代以来引起世界各国,特别是工业发达国家的普遍关注。据统计,全世界各种矿物燃料(煤,石油,天然气),燃烧排放到大自然中的二氧化碳量达到185-242亿吨/年,而其利用尚不足1亿吨/年。二氧化碳的大量排放,不仅造成资源的严重浪费,而且做为主要的温室效应气体,引起的环境公害举世注目,美国、英国和德国都研究制定了排放制度，日本则加快了二氧化碳综合利用方面的研究，计划用10年
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时间建立起以二氧化碳为原料的独立工业体系。我国随着工业发展，二氧化碳排放量也在逐步上升，1981年已达532.3×106t,占世界排放的10%，排在第三位，因此加快二氧化碳研究与利用已显的日益必要和迫切。
目前，二氧化碳主要用于碳酸饮料、气体保护焊、三次采油、超临界流体萃取、气肥、保解、烟丝膨化等用途，其用量及应用范围都在逐年扩大，因此二氧化碳的分离提纯技术显的尤为重要，她是CO2化学发展的基础，也是化学发展的关键问题之一。
工业上分离提纯二氧化碳的方法有低温蒸馏法、膜分离法、溶剂吸收法、变压吸附法（PAS）等。
近年来我国主要CO2装置情况见表
生产厂家 广东江门氮肥厂 川化集团公司 广州石化总厂 山东鲁化集团合成氨厂 黄桥二氧化碳厂 金东实业公司 兴化BOC气体有限公司 美国普莱克斯公司独资 上海焦化有限公司 BOC公司 茂名高伦公司 万金塔CO2气田 韶刚集团公司碳厂 原料来源 合成氨厂气 合成氨厂废气 制氨装置副产 合成氨厂副产 CO2气田 环氧已烷副产 造气排放废气 鹰山石化排放的工业尾气 焦化脱硫脱碳工业尾气 化工厂废气 制氨装置废气 气田 工艺 三塔变压吸附 低压净化,提纯液化 加压法,分子筛吸附 压缩净化 净化-提馏-吸附 低温分馏精制 BOC技术 PRAXAIR技术 林德公司技术,提纯 BOC技术 低温分馏精制 变压吸附技术 产10 4 10 15 10 30 20 30 60 10×7 30 10 10 能二、产品的性质、用途、规格和国家标准、国际标准 1. 物理性质
CO2在通常状况下是一种无色、无臭、无味的气体。能溶于水，溶解度为0.1449克/100克水（25℃）。在20℃时，将二氧化碳加压到5.9×106帕即可变成无色液体，常压
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缩在钢瓶中贮存。在-56.6℃、5.27×105Pa时变为固体。液态二氧化碳减压迅速蒸发时，一部分气化吸热，另一部分骤冷变成雪状固体。将雪状固体压缩，成为冰状固体，俗称“干冰”。“干冰”在1.01×105Pa、-78.5℃时可直接升华变成气体。二氧化碳比空气重，在标准状况下密度为1.977g/L，约是空气的1.5倍。二氧化碳无毒，但不能供给动物呼吸，是一种窒息性气体。在空气中通常含量为0.03%（体积），若含量达到10%时，就会使人呼吸逐渐停止，最后窒息死亡。枯井、地窖、地洞底部一般二氧化碳的浓度较高，所以在进入之前，应先用灯火试验，如灯火熄灭或燃烧减弱，就不能贸然进入，以免发生危险。二氧化碳是非极性分子,可溶于极性较强的溶液中,二氧化碳溶于水生成碳酸。
分子直径（nm） 0.35-0.51 气体密度（0℃，0.101MPa）/(kg/m3) 1.977 汽化热 (0℃)/(kJ/kg) 235 临界状态
温度/ ℃ 31.06 压力/MPa 7.382 密度/ kg/m3 467 比热容(20℃,0.101 MPa)/［kJ/kg1·k］
Cp 0.845
Cv 0.651 气体粘度(0℃,0.101 MPa)/mp·s 13.8 2. 化学性质
通常情况下，二氧化碳性质稳定，无毒性，不燃，不助燃，在高温或是有催化剂存在的情况下，二氧化碳可以参加一些化学反应： ①还原反应
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CO2+2Mg→2MgO+C CO2+C→2CO ②有机合成反应
在高温（170℃-200℃）和高压（13.8-24.6MPa）下,CO2和氨反应 CO2+2NH3→NH2COONH4→CO(NH2)2
在升温加压和有铜-锌催化剂存在时,用二氧化碳、一氧化碳和氢气的气态混合物可以合成甲醇，二氧化碳和氢气反应 CO2+3H2→CH3OH+H2O 3. 用途
① 在化工合成上的应用
二氧化碳除了成熟的化工利用(例如合成尿素,生产碳铵,生产碳酸盐、阿斯匹林,制取水扬酸及其衍生物等)以外,现在又研究成功了许多新的工艺方法,如合成甲酸及其衍生物,合成天然气,乙烯,合成甲醇,壬醇,草酸及其衍生物,丙脂及芳烷的烷基化,合成高分子单体及进一步二元或三元共聚,制成了一系列高分子材料等,另外利用二氧化碳代替传统的农药做杀虫剂,也在研究之中。
② 在农业上的应用
用于蔬菜、瓜果的保鲜储藏，二氧化碳也可用于粮食的储藏，它比通常所用的蒸蒸剂效果更好。把二氧化碳引入蔬菜温室，能使蔬菜的生长速度增加，缩短其生长周期。用飞机将干冰撒入云层施行人工降雨，能解决久旱无雨、庄稼欠收的问题。
③ 在一般工业上的应用
二氧化碳是很好的致冷剂。它不仅冷却速度快、操作性能好、不浸湿产品、不会造成二次污染，而且投资少、人力省。利用二氧化碳保护电弧焊接，既少避免金属表面氧
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化又可使焊接速度提高9倍。最近美国制成了不受烟、砂石和烟雾妨碍，能够正确测定距离的二氧化碳激光测距器。二氧化碳作为油田注入剂，可有效地驱油。目前，地热资源是能源开发的重大课题，低温和较低温地区的地下热水最多，而且没有充分利用，其最大的难度是利用地下热水发电时的工作介质不理想，国际上用氟里昂和异丁烷所进行的试验都证明没有希望，然而，用二氧化碳作为介质，利用较低温地下热水资源来发电已在罗马尼亚研究成功。
④ 二氧化碳超临界萃取
超临界二氧化碳流体，由于具有与液体相近的密度，而粘度只有液体的1%，扩散系数是液体的100倍，所以它的萃取能力远远超过有机溶剂，更为理想的是控制条件就可定向分离组份，可在常温下和较低温下工作，没有毒性和发生爆炸的危险，使用时不但又很好的工作性能，而且可有效地浸出高沸点、高粘度、热敏性物质。 4. 产品质量标准
① 国家标准GB10621-89≤食品添加剂 液体二氧化碳≥ 组份名称 组份含量 一氧化碳、硫化氢、磷化氢 不得检出 及有机还原物 二氧化碳%（v/v）≥ 水份%（m/m）≤ 亚硫酸、亚硝酸 99.5 0.2 不得检出 油份 酸度 气味 不得检出 符合检验 无异味 ② 国际饮料协会二氧化碳质量指标
项目 纯度 水份 组份含量 最低99.9%（v/v） 最高20PPm（v/v） 限定原因 工艺过程 工艺过程 11
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酸度 氧 含氮氧化合物 氨 一氧化氮、二氧化氮 非挥发残余 磷烷 通过检验 最高30PPm（v/v） 最高2.5PPm（v/v） 每项最高2.5PPm（v/v） 最高10PPm（v/v） 通过检验[小于0.3PPm（v/v）] 法规 感官 工艺过程 法规 感官 法规 感官 感官 法规 工艺过程 感官 感官 感官 感官 感官 感官 感官 总挥发烃（以甲烷计） 最高50PPm（v/v），其中非甲烷烃小于20PPm（v/v） 乙醛 芳香烃 一氧化碳 总硫（以S计） 氧硫化碳 硫化氢 二氧化硫 水溶液外观 气味 味道及气味 限定说明：
感官：影响饮料的味道、外观、气味
工艺过程：饮料行业之中十分重要并必须控制的关键项目 法规：行政部门的限定规定
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最高0.2PPm（v/v） 最高0.020PPm（v/v） 最高10PPm（v/v） 最高0.1PPm（v/v） 最高0.1PPm（v/v） 最高0.1PPm（v/v） 最高0.1PPm（v/v） 无色无可见颗粒 无异味 水中无异味及气味 食品级二氧化碳设计说明书
三、设计的原始依据及主要技术经济指标
设计的原始依据，按毕业设计任务书 1．年产量14000吨食品级液体二氧化碳； 2．年工作日320天； 3．CO2的提取率为60%； 4．产品质量标准： 组成 含量 组成 含量 H2S SO2 有机硫 ≤0.5mg/Nm3 CO ≤10ppm H2O ≤30ppm CO2 ≥99.99% NOX ≤5ppm ≤2mg/Nm3 ≤2mg/Nm3 O2 ≤20ppm N2 ≤20ppm 5.原料气组成：
组成 CO CO2 N2 O2 SO2 50 mg/Nm3 粉尘 50 mg/Nm3 含量 1.8～2％ 40％ 55％ 2～3％ 组成 NOX 20 mg/Nm3 H2S 100 mg/Nm3 CS2 COS 200 mg/Nm3 含量 0.97 mg/Nm3 6.原料气水洗工序
石灰窑气出口温度：180℃ 窑气出口压力：0.01－0.03MPa 窑气出洗涤塔温度：≤40℃ 窑气出洗涤塔含尘量：≤5 mg/Nm3 窑气出吸收塔SO2含量：≤5PPm
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7.原料气压缩、预处理工序
预处理器出口无机硫含量：≤0.1PPm 二级脱硫器进口气体温度：60－100℃ 二级脱硫转化率取90%～99% 三级脱硫器出口：总硫≤0.2PPm
8.提纯塔进口CO2含量为90%（v/v）,塔顶CO2含量为95%（v/v），塔釜CO2含量为99.99%（v/v）；
9.置换气放空CO2含量为78%（v/v），N2含量为19%（v/v），其余为3%（v/v）； 10.废气、顺放气CO2含量为12%（v/v）；
11.文丘里、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。
四、二氧化碳设计所采取的生产方法、工艺流程特点 1. 生产方法
① 低温蒸馏法
本法由于设备庞大、能耗较高、分离效果较差，因而成本较高，不适应中小规模生产,一般适用于油田开采现场，生产无硫二氧化碳产品直接注入油井，以提高采率。
② 膜分离法和溶剂吸收法
膜分离法具有装置简单、操作方便、能耗较低特点，是当今世界上发展迅速的一项节能型气体分离技术。但是，膜分离法的缺点是很难得到高纯度的CO2，为了得到高纯度的二氧化碳，它必须与溶剂吸收法结合起来，前者用于粗分离，后者用于精分离，工艺极其复杂。
③ 变压吸附法（PAS法）
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PAS法具有工艺过程简单、能耗低、适应能力强、自动化程度高、技术先进、经济合理等优点， 电石厂采用此项技术建成一套石灰窑气提纯二氧化碳装置，一次开车成功，对以石灰窑气为原料的混合气中难以解决的氨氧化合物已找到一定的淡化方法，使产品基本满足可口可乐标准要求（NOx小于5mg/Nm3）。
2.本设计采用变压吸附法分离提纯二氧化碳，其生产方法为：
①.以石灰窑气为原料气，经湿法除尘装置除尘，采用多级脱硫技术脱除SO2、H2S、COS、CS2等有害杂质，并采用变温吸附技术脱除H2O，再经变压吸附装置提纯二氧化碳，最后经提纯塔及液化装置进一步提纯得到液态二氧化碳产品。
②.PAS法工艺生产中涉及的化学反应： 2H2S+O2=2S+2H2O
SO2+2H2S=3S+2H2O COS+H2O=CO2+H2S CS2+2H2O=CO2+2H2S
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3.PAS法生产食品CO2工艺流程示意图
窑气 文丘里 洗涤塔 鼓风机 吸收塔 水分离器 离心泵 予脱 脱 予 干 处原料压缩机 硫 硫 处 燥 器 器 理理 器 器 原料压缩机 器 再生气 保护气 干 燥 器 吸 附 塔 A 吸 附 塔 B 吸 附 塔 C 吸附塔 D 吸附 塔 E 真空泵 真空泵 真空泵 真空泵 产品压缩机 产品压缩机 干 燥 器 16 干燥器 蒸发冷凝器 提 纯 塔 食品级二氧化碳设计说明书
五 确定原料来源、性质
食品CO2贮槽 去灌装 原料来源为石灰窑气，其中主要含有氮气、氧气、一氧化碳等气体。 1.氮气
① 物理性质：常温下是无色五味、无臭的气体 ② 物理常数：
熔点 63.29K 比热容(288.8K,0.101MPa):
Cp 1.04kJ/kg·K Cv 0.741 kJ/kg·K
气体粘度μ(273K,0.101MPa) 879.2×10-2MPa·S 沸点 77.35K 汽化热 196.895kJ/mol
③ 化学性质
在通常情况下,氮是惰性的,在常温常压下,除金属锂等极少元素外,氮几 乎不与任何物质发生反应: 6Li+N2=2Li3N
在高温高压或有催化剂存在的条件下,氮可以与许多物质发生反应,如: 3H2+N2→2NH3 3Mg+N2→Mg3N2
2.氧气
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① 物理性质:纯净的氧气是一种没有颜色,没有气味,没有味道的气体,它的
密度稍大于空气,氧气微溶于水,液态氧是淡蓝色 ② 物理常数
熔点 54.75K 摩尔比热容(273.15K,0.101MPa):
Cp 29.33J/(mol·K) Cv 20.96J/(mol·K) 气体粘度(300K,0.101MPa) 20.75×10-6Pa·S 沸点 90.188K 汽化热 6.8123kJ/mol ③ 化学性质
氧气是最活泼的元素之一,除氦氖和氩等稀有气体和一些不活泼金属外,氧能和所有的元素形成化合物,虽然在某些情况中甚至在高温中同分子氧难以达到直接化合,当氧与其他元素直接化合生成氧化物时,反应是放热的,生成的氧化物一般很稳定。
同时,氧分子作为一种重要的配位体在生物内起着重要作用,除氧外,自然界还存在氧的两种同素异形体,即O3和O4。
3.一氧化碳
④ 物理性质:一氧化碳是一种无色无味,无刺激性可燃烧的有毒气体 ⑤ 物理常数
熔点 68.15K 比热容(20℃,0.101MPa)
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Cp 1.0393 kJ/kg·K Cv 0.7443 kJ/kg·K 气体粘度(273K,0.101MPa) 16.62Pa·S 沸点 81.63K 汽化热 6.042kJ/mol ③化学性质
由于CO分子是不饱和的亚稳分子,在化学上,就分解而言,CO是稳定的,但由于存在未被占有的反键轨道,易于被催化剂激活。在高温高压下,CO具有极高的化学活性,能和多种单质和化合物反应,具有较强的还原性。
六.论证设计选定的厂址、交通、气候、地质条件：
厂址选于浙江衢洲市南部，距市区六公里，乌溪江下游西岸，东径118052’,北纬28029’，地面平均海拔75m～77m，地势东高西低,隶属 公司。
交通便利,厂铁路专线与浙赣线 段接轨,宽22m的水泥公路直达市区。水电丰腴,乌溪江上、中游建有二座水电站，水库贮水量17亿立方，还有华东电网变电所输出11万伏供给，并有 热电厂的电力补充，电源充足。厂内用引水渠道引水达24m3/s,水质良好。常年为东北风和东风，年均气温17℃，相对湿度77%，地震烈度7级。
七．简要说明主辅车间的组成，工作制度以及水、电的供应装备。 1.主车间
主车间由除尘、预处理、变压吸附、压缩、液化、提纯、贮存等工序组成，仪表接入食品二氧化碳仪表集控室。 2.辅车间
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辅车间由机修车间、动力车间、仪表车间等组成。
3.工作制度
车间员工18人，其中管理人员2人，普通职工实行三班倒制度。
4.水、电的供应
水、电由公司统一供应调配。
八．三废情况及环境保护的大体方案
本工艺流程其本身因考虑环境因素，分离、提纯石灰窑气中的二氧化碳。因此工艺流程中产生的污染很少。
排放物主要是洗涤塔废水及旧催化剂等，处理方案是：将洗涤塔废水经沉降后排放，废旧催化剂统一处理等。
九．安全注意事项
二氧化碳是无毒的，大气中低浓度的二氧化碳不会对人体造成直接危害，但是，高浓度的二氧化碳却是有害的，因此生产二氧化碳场所必须保持通风良好。进入密闭设备、容器和地沟等处，必先进行安全分析，确定是否合格，分析合格前不可擅自进入。进入高浓度二氧化碳场所进行检查修理工作前，应先抽风排气。分析不合格时，应戴上氧气呼吸器或长管面具，并要人监护。如果发现有人中毒，应该迅速将中毒者脱离毒区，吸氧。必要时用高压氧治疗。抢救人员应佩戴氧气呼吸或隔离式防毒面具。
充装液体二氧化碳时，防止低温液体喷向人体，万一发生冻伤，立即用40℃的温水浸泡。充装工作需有专人负责。充装人员应定期培训，考核合格才能上岗操作。严格执行充装重量复验制度，严禁过量充装。气瓶应定期检查，防止泄露，防止腐蚀。
吸附剂装填时，进塔人员应穿戴好劳保用品，外部必须有人进行监护，以防不测，
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当塔内时可燃性气体和惰性气体时，严禁入塔，用新鲜空气置换合格后，才能进塔。
在搬运、装填吸附剂的过程中，会产生很多粉尘，这些粉尘吸附剂本身均会刺激人的眼睛、鼻子、喉咙和皮肤，如果眼睛内含有粉尘时，可用足够的水冲洗，不能将吸附剂放入口中，决不能将水倒入吸附剂中，否则会引起灼烧。
系统停车时，压缩机气缸夹套内水需放干净，所有冷却器夹套内的水要放干净。 各岗位都要配备合适的消防器材。
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第二章 工艺流程设计及设备论证
一、设计论证 逐步完善工艺流程 1. 生产原理
本设计以石灰窑气为原料气，生产食品级二氧化碳，整个工艺流程共分八个工序，各个工序生产原理如下：
① 100#工序(CO2水洗岗位)
来自石灰窑的石灰窑气，首先经过文丘里除尘，再经洗涤塔降温除尘。经鼓风机送入吸收塔将窑气中的SO2脱除。水洗后的窑气作为原料气进入200#工序，洗涤塔排出的浆液经浆液池沉淀后排出界外，吸收塔采用新鲜水以脱除气体中的SO2其中洗液的一部分经洗液池，清水池通过泵打入洗涤塔。
来自石灰窑的窑气，进行二次水洗，其目的:一是降温，二是洗去石灰窑气中所含的灰尘、SO2等杂质。
② 200#工序(原料气压缩及预净化工序)
来自100#的原料气经水分离器的分离掉水分后进入原料气压缩机，压缩到0.7MPa，再进入预处理器，以脱除NOx及剩余的SO2（包括无机硫、有机硫）等杂质，两台预处理器串联操作。
脱硫后的原料气进入原料气干燥器中，使其达到干燥的目的，原料干燥器循环切换工作。
NOx及无机硫的脱除采用固定床吸附，有机硫脱除采用水解转化成无机硫，再进行脱除。
干燥部分采用变温吸附工艺，该工艺的基本原理是：吸附剂在常温下有选择地吸附上述杂质，高温下使吸附剂所吸附的杂质解除，从而使吸附剂得到再生。
吸附剂的再生通过四个步骤完成：吸附器（干燥器）压力降到常压；加温吸附杂质；
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冷却吸附剂；对吸附器充压。
③ 300#工序(变压吸附工序)
预处理器后的原料气由管道进入变压吸附（PAS）系统中正处于吸附步骤的吸附塔，原料气中的CO2组分再经过吸附后，大部分被吸附，其余的组分（吸附废气）进入废气缓冲罐，管道上的调节阀用来自动控制吸附工作压力，使之稳定0.65-0.7MPa，由废气缓冲罐出来的废气一部经节流阀去200#工序作为原料气干燥气再生气，另一部分去界外作保护气，其余的废气调节阀自动控制，使废气缓冲罐压力≤0.65MPa，超过0.65MPa，调节阀开启，多余气体经放空总管放空。
变压吸附过程所用的置换气来自500#工序，经置换气缓冲罐输出的富含二氧化碳气体大部分进入吸附塔进行置换操作，置换后期，使二氧化碳含量较高的置换废气经管道返回压缩机，与净化的原料气混合，置换气用量大小由调节阀手动控制。
变压吸附工艺的原理是利用所采用的吸附剂对不同组份的吸附宏量随着压力的不同而呈现差异的特性，在吸附性的选择吸附条件下，加压吸附原料气中的二氧化碳组份，难以吸附的组份如CH4、N2、CO、O2等由吸附器顶部排出，减压吸附的CO2脱附，同时吸附剂获得再生，每个吸附器在一次循环中必须经历吸附、压力均衡降、顺向减压、置换、抽空、压力均衡升、最终升压等七个步骤。本设计吸附剂采用硅胶。
④ 400#工序(产品抽空及压缩工序)
吸附于吸附剂上的产品二氧化碳首先由真空泵抽吸，排出吸附塔外，抽空气作为粗产品进入真空泵后冷却器，在此冷却到环境温度后，进入除油器，在此除去抽真空过程中真空泵带入的少量油圬，然后收集在产品气缓冲罐中，通过管道由产品压缩机组加压到3.5-3.8MPa，后送经500#工序进一步干燥纯化。
⑤ 500#工序(产品干燥、脱NOX及提纯工序)
经压缩后的产品二氧化碳气，首先进入产品干燥器进行干燥，干燥后的二氧化碳进入蒸发冷凝器，使二氧化碳液化后再进入提纯塔，进一步提高二氧化碳的纯度。提纯塔中的含油杂质的气体节流降压至0.2-0.3MPa进入300#工序置换气缓冲罐。提纯塔中的液体二氧化碳减压至0.2MPa送往液体二氧化碳低温贮槽，提纯塔采用精馏原理通过上下两组换热盘管，达到进一步提纯二氧化碳的目的。
产品干燥器吸附剂再生气体取自变压吸附系统的吸附废气，在加热器中被加热到
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145-150℃，再进入干燥器去再生，再生后带有水分的吸附废气排到放空总管，再生过程冷却阶段，电加热器停止加热，再生气仍进入干燥器。
本工序由产品干燥系统和提纯塔成。干燥系统利用变温吸附原理，进一步脱除产品中的水份，其主要工艺过程与原料气干燥相同，且都是利用PAS系统排出的吸附废气作为干燥气的再生气。
提纯塔用精馏原理，进一步分离CO2中低沸点组份，使CO2纯度得到进一步提高。
⑥ 600#工序(冷冻工序)
本工序的目的是为了二氧化碳的冷凝提供冷量，由液氨为二氧化碳的液化提供冷量 。采用直接由制冷剂液氨与工业介质二氧化碳换热的方式，不设载冷剂，从而节省冷量，降低生产成本。
来自冷冻系统的液氨经节流膨胀后进入500#工序的蒸发冷凝器中，通过液氨的蒸发，将二氧化碳冷凝成液体，再进入提纯塔进一步提纯。
来自蒸发冷凝器顶部的气氨，经氨液分离器分掉气体中夹带的液氨，送界送到冷冻系统，进入压缩，冷凝再返回到500#工序。
⑦ 800#工序(充瓶工序)
从提纯塔中出来的液体二氧化碳进入液体二氧化碳贮罐，根据用户的要求，一部分液体二氧化碳用低温槽车运送到用户的贮罐，另一部分经柱塞泵增压后充装到二氧化碳钢瓶中，供用户使用。从提纯塔出来的液体CO2，依靠自身的压力，将液体CO2送入二氧化碳低温贮罐，一部分通过低温槽车外运，另一部分经柱塞泵增压后装到二氧化碳钢瓶。
注：#700工序 循环水利用，电石厂在实际生产中未用，本设计只在100#工序中有所利用。
2.工艺条件分析、选择。
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① 文丘里除尘器的气液比和气速选择
文丘里除尘器是典型的湿法除尘装置，其特点是除尘效率高，结构简单，价格低廉，维护方便，其原理是利用慢性碰撞、粘附和扩散等作用，用水除去气体中的粉尘。
文丘里除尘器的除尘效率与气速和液气比有关，气速越大，冲击力越大，粉碎得越细，除尘效率越高，但气速过大，水滴过细，则除尘效率反而下降。因此这设计根据经验取值法，现平均气速为80m3/s，液气比越大，除尘效率越高，但用水量增加，产品成本增加，液气比太小，除尘效率低下，后序设备生产负荷增加。因此本设计选择液气比1：642。
②洗涤塔和吸收塔液气比和吸收温度的选择
填料塔是一种常见的湿法除尘设备，其特点是结构简单便于抗腐蚀性材料制造，压强小等特点，其原理是依靠液膜界面的完成粒抽集过程，同时吸收有害气体成分。
洗涤塔与吸收塔均采用填料塔，其除尘效率与吸收效率和液气比与吸收温度有关。液气比大，则水量大，吸收温度低即吸收效率高，除尘效率高，但产品成本增加；相反，液气比小，水量小，吸收温度高，吸收效率低，除尘效率低，因此本设计考虑可循环利用水量，故取液气比1：219，吸收温度为30℃与1：112吸收温度为25.9℃。
③预处理器的空速和温度选择
预处理器的空速的选择直接影响CO2的生产，空速小，则预处理器的生产能力低下；空速太大，则硫容减少，H2S的脱除率降低，不能满足工艺要求。根据催化厂家提供的参数，选择空速为1500h-1温度的选择对H2S脱除也有较大的影响。该脱除剂为常温催化剂，若温度太高，一方面硫容减少，H2S的脱除效果变差，另一方面因反应（H2S+1/2O2→H2O+S）为强放热反应，温度控制不好，催化剂的碳将发生燃烧，引起事故，因此温度变成低于70℃，以10-40℃为最好。
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④二级脱硫器的空速和温度选择
二级脱硫器的空速的选择同样也直接影响CO2的生产。空速小则二级脱硫器的生产能力低下，空速太大，则硫容减少，有机硫的转化率低，不能满足工艺要求，根据催化剂厂家提供的参数，选择空速为2500h-1，温度的选择对有机硫的脱除也有较大影响，该催化剂的正常操作温度为常温到100℃（一般高于气体漏点温度为20-30℃），因此温度为60-100℃。
⑤三级脱硫器的空速和温度选择
三级脱硫所选用的催化剂与预处理器相同，因此选择空速与温度和预处理器相同，即空速取为1500h-1，温度低于70℃，以10-40℃为最好。
⑥原料气干燥器工艺条件中分析选择
原料气干燥是利用变温吸附的原理，将原料气中的水分脱除。变温吸附一般可分为三个步骤：吸附、加热再生和冷吹。可通过双塔切换操作来实现。吸附剂有多种，如：活性氧化铝，硅胶，沸石等，本设计采用硅胶吸附剂。
吸收周期的确定，吸收周期的确定需根据吸附质吸附性能，加热冷却所需时间，能耗，投资等各种因素综合考虑，吸收周期长，吸附剂用量大，利用率低，投资高；吸收周期短，吸附剂用量小，但再生频繁，生产能耗高，吸附剂使用寿命短。鉴于此本设计的吸附周期选定为16小时，其中高燥时间8小时，逆放时间5分钟，加热时间3小时55分，冷却时间为3小时55分，升压时间为5分钟。
再生温度的选择。再生温度是变温吸附中非常关键的参数。提吸附剂的再生温度有利于解吸的完全程度，也就是提高了吸附剂的利用率，但再实际操作过程中，再生温度不能任意提高，受吸附剂性能下降以至于失去吸附作用，所以选择的再生温度必须低于
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吸附剂耐热温度，硅胶吸附剂的耐热温度为250℃，本设计再生温度为145℃-150℃。
空速的选择，空速的选择也影响着吸附效果。空速小，则处理时间能力低下，空速太大，则吸附剂的吸附率低，不能满足工艺要求，根据硅胶的物性参数，选择空速为1000h-1。
⑦变压吸附工艺条件分析选择
变压吸附是根据吸附量与吸附压力成正比，在较高压力下进行吸附，在较低压力（甚至真空）下便将吸附的组分解吸出来。由于吸附循环周期短，吸附热来不及散失可供解吸用，因此变压吸附过程可作等温过程。
吸附量（压力）
由关系图可以看处出，压力越高，吸附量越大。但吸附量随压力升高而增大的趋势逐渐减小。因此吸附需在较高压力下进行，但也没必要很大的吸附压力，本设计选择0.6MPa左右。
空速的选择，空速小则设备生产能力低；空速大，废气中CO2含量高，CO2的提取率下降，故选择空速1000h-1。
再生方法的选择。吸附剂的再生程度影响吸附剂的吸附能力，本文选用抽真空的方
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法，当吸附塔降到大气压后，为了进一步减小吸附组分分压，用抽真空的方法来降低吸附塔压力，以获得更好的再生效果。真空度选用-0.08MPa。
变压吸附流程采用多塔流程，主要有四塔，5塔，6塔，8塔，10塔和12塔。塔数越多，均压次数越多，气体的回收率越高，但设备投资相对增加，本文采五塔流程。具体如下：
⑴吸附（A）
原料气进入吸附塔，原料气中的CO2在吸附压力下被吸附，未被吸附的吸附废气进入废气总管输出。当CO2的吸附前沿到达出口端时，原料气输入停止，塔内保持吸附时的压力。
⑵压力均衡降（简称均压降ED）
吸附塔吸附步骤停止后，进行均压，与其后吸附相连，均压结束时，两塔压力基本相等达到中间压力。
⑶顺向放压（简称顺放PP）
均压降完成后，塔内死空气继续朝着出口端释放，顺放气经放空管放空。 ⑷置换（RP）
当顺放结束后，立即将来自产品置换气缓冲罐的置换气部分二氧化碳产品气送入吸附塔，去置换尚残存在塔内的氮、一氧化碳、氧等组分，以达到进一步提纯塔内CO2浓度的目的，塔内置换气体，前期由出口端放空管放空，后期经管道返回原料气压缩机进口。
⑸抽空（V）
置换步骤结束后，由真空泵对吸附塔抽空，以便吸附的二氧化碳被抽出，抽出的产品经除油，压缩后送往产品高燥纯化工序。吸附剂经真空解吸后，绝大部分CO2被抽出床层，塔内吸附剂基本再生完全。
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⑹压力均衡升（简称均压升ER）
其它刚完成吸附步骤的塔顺放出使空间气体流向本塔，进行充压，充压结果使两塔压力大致相等。
⑺最终升压（简称终充FR）
均压升后，塔内未达到吸附步骤的工作压力，利用其它吸附： 塔位号 A塔 B塔 C塔 D塔 E塔 ER A FR V ED PP RP A ER 工艺步骤 ED PP RP A FR V ED PP RP V ED PP RP A ER FR V ER FR ER FR V ED PP RP A A ⑻产品干燥器的工艺条件分析选择
产品干燥器同样也是利用变温吸附原理，变温吸附分三个步骤：吸附、加热再生和冷吹。通过双塔切换操作来实现。
产品干燥器采用吸附剂为沸石，产品干燥器被设计的吸附周期同原料干燥器，其中高燥时间8小时，逆放时间5分钟，加热时间3小时55分，冷却时间为3小时55分，升压时间为5分钟。
再生温度的选择：根据再生温度为350-400℃，故选择再生温度为360℃。 空速的选择：根据沸石的物性参数，选择空速为1000h-1。 ⑼提纯塔的工艺分析选择
进行精馏塔设计时，必须预先给定设计独立量如：进料热状况，操作压力，最佳进料位置等，然后通过设计计算确定所需的塔板层数，再沸器以及选择塔型和确定塔经等
操作压力的确定对塔釜加热温度的影响，压力升高，塔釜加热温度升高，对再沸器
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的要求随之增加；压力低，则塔釜液泡点低，对制冷设备及蒸发冷凝器的要求随之增加。因此塔的操作压力再塔顶与塔釜的泡点间选一值。本设计选择操作压力为3.9MPa。
进料热状况的确定，加热状态不同，造成塔终气液相流率的变动，从而影响所需塔顶数以及再沸器的热负荷，从塔的总能耗角度考虑，低温精馏时，无论D/F为何值，均应采用较高的q值，即从液体进料为宜。否则对塔的制冷要求增加，本设计进料状况选冷料进料，即q＞1。
产品为提纯塔塔釜出液，故提纯塔的提纯要求使塔釜液达到产品要求即可，对塔顶出料其中组分含量没有要求，因此提纯塔只有提馏段，而无精馏段。
二、工艺流程叙述
1.100#工序
来自石灰窑的石灰窑气，首先经过文丘里除尘，再经洗涤塔降温除尘。经鼓风机送入吸收塔将窑气中的SO2脱除。水洗后的窑气作为原料气进入200#工序，洗涤塔排出的浆液经浆液池沉淀后排出界外，吸收塔采用新鲜水以脱除气体中的SO2其中洗液的一部分经洗液池，清水池通过泵打入洗涤塔。
2.200#工序
来自100#的原料气经水分离器的分离掉水分后进入原料气压缩机，压缩到0.7MPa，再进入预处理器，以脱除NOx及剩余的SO2等杂质，两台预处理器串联操作。
脱硫后的原料气进入原料气干燥器中，使其达到干燥的目的，原料干燥器循环切换工作。
3.300#工序
预处理器后的原料气由管道进入变压吸附系统中正处于吸附步骤的吸附塔，原料气
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中的CO2组分再经过吸附后，大部分被吸附，其余的组分（吸附废气）进入废气缓冲罐，管道上的调节阀用来自动控制吸附工作压力，使之稳定0.65-0.7MPa，由废气缓冲罐出来的废气一部经节流阀去200#工序作为原料气干燥气再生气，另一部分去界外作保护气，其余的废气调节阀自动控制，使废气缓冲罐压力≤0.65MPa，超过0.65MPa，调节阀开启，多余气体经放空总管放空。
变压吸附过程所用的置换气来自500#工序，经置换气缓冲罐冲罐输出的富含二氧化碳气体大部分进入吸附塔进行置换操作，置换后期，使二氧化碳含量较高的置换废气经管道返回压缩机，与净化的原料气混合，置换气用量大小由调节阀手动遥控。
4.400#工序
吸附于吸附剂上的产品二氧化碳首先由真空泵抽吸，排出吸附塔外，抽空气作为粗产品进入真空泵后冷却器，在此冷却到环境温度后，进入除油器，在此除去抽真空过程中真空泵带入的少量油圬，然后收集产品气缓冲罐中，通过管道由产品压缩机组加压到3.5-3.8MPa，后送经500#工序进一步干燥纯化。
5.500#工序
组压缩后的产品二氧化碳气，首先进入产品干燥器进行干燥，干燥后的二氧化碳进入蒸发冷凝器，使二氧化碳液化后再进入提纯塔，进一步提高二氧化碳的纯度。提纯塔中的含有杂质的气体节流降压至0.2-0.3MPa进入300#工序置换气缓冲罐。提纯塔中的液体二氧化碳减压至0.2MPa送往液体二氧化碳低温贮槽，提纯塔采用精馏原理通过上下两组换热盘管，达到进一步提纯二氧化碳的目的。
产品干燥器吸附剂再生气体取自变压吸附系统的吸附废气，再加热器中被加热到145℃-150℃，再进入干燥器去再生，再生后带有水分的吸附废气排到放空总管再生过程冷却阶段，电加热器停止加热，再生气仍进入干燥器。
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6.600#工序
本工序的目的是为了二氧化碳的冷凝提供冷量。采用直接由制冷剂液氨与工业介质二氧化碳换热的方式，不设载冷剂，从而节省冷量，降低生产成本。
来自冷冻系统的液氨经节流膨胀后进入500#工序的蒸发冷凝器中，通过液氨的蒸发，将二氧化碳冷凝成液体，再进入提纯塔进一步提纯。
来自蒸发冷凝器顶部的气氨，经氨液分离器分掉气体中夹带的液氨，送界送到冷冻系统，进入压缩冷凝器中，通过液氨的蒸发，将二氧化碳冷凝成液体，再进入提纯塔进一步提纯。
来自蒸发冷凝器顶部的气氨，经氨液分离器分掉气体中夹带的液氨，送界送到冷冻系统，进入压缩，冷凝再返回到500#工序。
7.800#工序
从提纯塔中出的液体二氧化碳进入液体二氧化碳贮罐，根据用户的眼球，一部分液体二氧化碳用低温槽车运送到用户的贮罐，另一部分经柱塞泵增压后充装到二氧化碳到二氧化碳钢瓶中，供用户使用。
三、设备论证 <一>.除尘设备
1.湿法除尘与干法除尘相比较,其优点有: (1) 除尘效率高
湿法除尘的效率可与某些高效率的干法除尘的效率相媲美.如电除尘,过滤除尘等方法。其通过合理的设备结构设计可以达到99%以上的去除率,即使是效果不是很理想的湿法除尘设备,其除尘效率也都在85%以上。另外,其去除粉尘粒径的范围很广,可有效去
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除粒径在0.1mm左右的尘粒。 （2）设备构造简单,投资少
湿法除尘的设备相对来说窑简单的多。将一些不规则的或规则的填料(如拉西环)装入一个容器即可构成一个简单的填料塔,就可用来除掉含尘气流中的大部分颗粒。
另外,湿法除尘设备本身一般无可动部件,只要制造材料质量好,就不易发生故障,使得维修管理方便。
（3）适用于高温、高湿烟气及非纤维性粉尘的处理,可用于净化易燃,易爆及有害气体。
这是由于洗涤液一般是水,而且是在常温下输入分散,在其与气体接触时,由于热交换的过程,使得含尘气体得到冷却,湿度增加。同时,含尘气体中的某些有害有毒气体如硫化氢,二氧化碳及易燃易爆气体如醇类、醚类等与水接触时,大量溶于水而被一起除去。
2.湿法除尘的缺点:
（1）消耗大量的水,使得运转投资增加.虽然湿法除尘的基建投资少,如上面提到的三种除尘设备,但是它们最终的平运转费用和每立方米的总投资费用相当.这主要是因为湿法中用水带来的一系列问题所致。
（2）粉尘回收困难,造成有用粉尘资源的浪费。
（3）不利于粘性的粉尘去除.粘性的粉尘遇水易形成稠状而发生挂灰及堵塞设备现象。 （4）在严寒地区,冬季需考虑防冻问题。
（5）设备腐蚀问题。这类情况在湿法除尘中较为常见,因此采用湿法除尘时,应该考虑到设备腐蚀问题,如果考虑不周,则往往会引起设备严重腐蚀而迫使除尘系统难于正常运行。
（6）过程会造成水的二次污染，这也是当前湿法除尘存在的一个主要问题,如果对这些
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废水不做妥善处理就进行排放,就会造成污染物转移,即把烟气对大气的污染转化为对江河水系的污染。
3.本设计选择湿法除尘的原因有:
(1) 厂址选择在水电丰腴,气候湿暖的南方,故防冻问题及水投资费用影响较小; (2) 粉尘为非粘性的尘粒,且为有害杂质,故不须回收及考虑堵塞设备现象;
(3) 原料中气体含有二氧化硫、硫化氢等杂质,采用湿法除尘可吸收这些有害杂质,这些有害杂质酸性气体含量较少,故设备腐蚀问题可适当考虑; (4) 对除尘过程中的废水,可经沉淀后排放。
<二>.吸收装置
1.板式塔和填料塔比较,列表如下
项目 处理能力与操作弹性 板式塔 操作弹性大 填料塔 规整填料处理能力比板式塔大在真空和常压下为30%～50%，新型散装填料处理能力也比板式塔高些。 各块理论板压降 约1KPa 散装填料约为0.3 Kpa 规整填料约为0.15 Kpa 压降小是填料塔德的主要优点 对腐蚀性物料的适用性 必须用耐蚀材料制作，往易用陶瓷一类耐蚀材料制作较往比较重或价格太高。 小直径 0.6mm以下较难制作 合 很合适 34
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分离效率（HETP） 分离效率比较稳定，大塔规整填料的HETP值比板式塔效率会更高些。 小，丝网的效率更高，新散装填料与板式塔相同。 塔的检查 易起泡沫物系 容易 较难，塔径、塔高均需较大值。 较困难，规整填料几乎不可能。 比较合适 2.该工艺过程中,吸收塔和洗涤塔采用填料塔的原因有:
a. 原料气中含有硫化氢,二氧化硫等酸性气体,对设备具有腐蚀性,而填料塔便于用耐腐蚀性材料制造;
b. 填料塔节约简便,占地面积小,金属耗量少;
c. 该工艺过程中对除尘要求不是很高,采用填料塔可满足要求。 3.填料塔中采用耐腐蚀的瓷拉西环作填料,其特性指标如下: 填料 乱堆瓷拉西环 4.脱硫催化剂
干法脱硫中传统的催化剂有:氧化锌,氧化铁,活性碳等.比较其性能,列于下表中: 催化剂种类 性能 能够脱除的硫化物 H2S、RSH、CS2、COS 净化度,出口总硫 脱硫温度(℃) 操作压力（atm） （表）
尺寸 50×50×4.5 Am2/m3 93 ε 0.81 r.1/m3 6000 活性碳 氧化铁 氧化锌 H2S、RSH、COS ＜1 340～400 0～30 H2S、RSH、CS2、COS ＜1 350～400 0～50 ＜1 常温 0～30 35
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空时 硫容量 再生情况 400 可用蒸汽再生 2 可用蒸汽再生 400 15～25 不再生 新性的催化剂有:T504型常温有机硫水解催化剂,T101,T102,T103型活性碳精脱硫剂,EAC-4型硫化氢,二氧化硫精脱硫剂。
a. T104型催化剂有以下特点:
(1) 常温下活性好 30℃,空速600h,COS转化率＞90%; (2) 抗硫化氢及二氧化硫中毒能力强,使用寿命长; (3) 机械强度好,遇水不粉化,床层阻力小. b. EAC系列精脱硫剂有以下特点:
(1) 脱硫精度高 普通脱硫精度为出口硫化氢<1.0ppm,用于粗脱,而EAC精脱硫剂脱硫精度为出口硫化氢<0.03ppm.
(2) 反应速度快 研究表明,EAC的穿透空速是普通脱硫剂的2-4倍,工业使用时,普通脱硫剂使用空速是200-500h-1左右.
(3) 精脱硫剂的工作(穿透)硫容高 研究表明,EAC型精脱硫剂工作硫容为其它常温脱硫剂的3-5倍,EAC-4型解决了在常温下精脱二氧化硫的难题,其硫容可达10%.
(4) 对有机硫有一定的脱除作用
本设计中,预处理器和三级脱硫塔采用EAC-4型精脱硫剂,其性能指标列于下表: 精脱硫剂 EAC-4型 黑色条形 4（3-4）×（5-15）
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-1
外观 粒度 堆密度（g/ml） 06±0.1 比表面积（m3/g） ＞800 孔容空隙率 0.41 （ml/g） 0.6 食品级二氧化碳设计说明书
二级脱硫塔采用T504型常温有机硫催化剂,其性能列于下表中: 主要成份 外观 粒度（mm） 堆密度（g/ml） Al2O3加特种添加剂 白色球状颗粒 42～4 43～5 44～6
5.吸附分离设备
工业上分离提纯CO2的方法有低温蒸馏法,膜分离法,溶剂吸收法. ① 低温蒸馏法
本法由于设备庞大,能耗较高,分离效果差,因而成本较高不适应于中小规模生产,一般适用于油田开采现场,生产无硫CO2产品直接注入油井以提高采油率。
②分离和溶剂吸收法
膜分离法具有装置简单,操作简单,能耗较低等优点,是当今世界上发展较迅速的一项节能型气体分离技术.但是膜分离法的缺点是很难得到高纯度的CO2,为了得到高纯度的CO2,它必须与溶剂吸收法结合起来,前者用于粗分离,后者做精分离,工艺极其复杂。
③变压吸附法
PAS法具有工艺过程简单,能耗低,适应能力强,自动化程度高,技术先进,经济合理等优点。
CO2在物理吸附剂上表现出与其他气体具有更强的吸附能力,变压吸附法就是利用这种吸附能力的差异达到从混合气体中分离提纯不同纯度的CO2的目的。
6.CO2提纯装置
本文设计提纯的目的是从CO2中除去易挥发组分NOx、CO等杂质。 NOx、CO与CO2
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比表面积（m3/g） 150～350 空隙率 0.7～1.0 0.35 食品级二氧化碳设计说明书
的相对挥发度较高,本文利用精馏法来提纯CO2。
提纯装置中采用精密填料,为了克服散堆填料层中由于空隙率不均匀而造成的液相壁流现象和沟流现象,规定了气液流径,改善了填料层内气液分布状况在很低的压降下,可以提供更多的比表面积,使得处理能力和传质性能得到较大程度的提高。
本设计采用压延制刺孔板浓缩填料。
本填料由于金属表面辗压有十分密集的微小刺孔,增强了填料表面的毛细作用,液体充分湿润构成成膜,刺又强化液膜的湍动,利于液膜表面更新,这种填料有很好的分离效率。
第三章 物料衡算 一、衡算依据
1. 年产量食品级CO214000吨； 2. 年工作日320天； 3. CO2的提取率为60%； 4. 产品质量标准： 组成 含量 组成 含量 H2S SO2 有机硫 ≤0.5mg/Nm3 CO ≤10ppm H2O ≤30ppm CO2 ≥99.99% NOX ≤5ppm ≤2mg/Nm3 ≤2mg/Nm3 O2 ≤20ppm N2 ≤20ppm 5.原料气组成：
组成 CO CO2 N2 O2 SO2 50 mg/Nm3 含量 1.8～2％ 40％ 55％ 2～3％ 38
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组成 NOX 20 mg/Nm3 H2S 100 mg/Nm3 CS2 COS 200 mg/Nm3 粉尘 50 mg/Nm3 含量 0.97 mg/Nm3 6.原料气水洗工序
石灰窑气出口温度：180℃ 窑气出口压力：0.01－0.03Mpa 窑气出洗涤塔温度：≤40℃ 窑气出洗涤塔含尘量：≤5 mg/Nm3 窑气出吸收塔SO2含量：≤5ppm 7.原料气压缩、预处理工序
预处理器出口无机硫含量：≤0.1ppm 二级脱硫器进口气体温度：60－100℃ 二级脱硫转化率取90%～99% 三级脱硫器出口：总硫≤0.2ppm
8.提纯塔进口CO2含量为90%（v/v）,塔顶CO2含量为95%（v/v），塔釜CO2含量为99.99%（v/v）；
9.置换气放空CO2含量为78%（v/v），N2含量为19%（v/v），其余为3%（v/v）； 10.废气、顺放气CO2含量为12%（v/v）；
11.文丘里、洗涤塔、吸收塔、原料气压缩机段后冷却器的出口水蒸汽浓度取相应温度下的水蒸汽饱和分压。
二、总系统的物料衡算
1.原料气用量的计算（即窑气流量）
39
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产品组分提取率（%）=产品流量×产品中产品组分含量/（原料流量×原料中产品含量）
× 100%
60%=14000×1000÷320÷24÷1.976×99.99%/（X×40%）×100% （式中101.33kPa，273K下CO2的密度为1.976Kg/m3） 解的X=3843.485nm3/hr=1.068nm3/s
2.进入100#工序的各组分的mol流量 以CO2为例,摩尔流量计算方法如下:
ns.
CO2
=1.068×103×40%/22.4=19.071mol/s
单位:mol/s
CO2 19.071 CO 0.954 N2 O2 SO2 NOx 5.62 ×10 -4CS2 H2S COS ∑ 47.687 26.223 1.431 8.34 ×10 -41.36×10 -53.14×10 -33.56×10 -3 三.100#工序 1.文丘里
窑气℃进水２５℃出气８０℃出水３３℃
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①考虑到产品气的要求,取液气比为1/642 即用水量为1.068×(1/642)×103=1.664L/s ② 文丘里对粉尘的吸收率为70%
吸收粉尘的量为:1.068×50×70%=37.38mg
③文丘里的水的出口温度为33℃,查得该温度水蒸汽压为4.935kPa
到文丘里的出口时,水蒸汽的夹带量(根据P%=n%) 4.935/101.325=NH2O/(NH2O+47.687) NH2O=2.44mol
在该流程中由于停留时间较短,因此该过程中对CO2,SO2等的吸收可以忽略,其余各组分组成参见进口组成。 2.洗涤塔
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进水２５℃气体出口４０℃气体进口８０℃出水３０℃排污
① 取该设备的用水量5.13L/s（液气比1：219，吸收温度为30℃）
② 该过程对粉尘的吸收率为60%,吸收的量为(1.068×50-37.38)×60%=9.612mg/s, 余量为1.068×50-37.38-9.612=6.408mg/s ③ 对CO2的吸收:
洗涤塔的出口温度为30℃(计算见热量衡算) 查得CO2在该温度下的溶解度为0.4204ml/ml(水) 吸收CO2的量为:5.13×0.4204/22.4=0.096mol/s 进洗涤塔后CO2的余量为19.071-0.096=18.975mol/s ④ 对出塔后水蒸汽的夹带量（每秒的量） 查得该温度下水蒸汽的饱和分压为4.2474 kPa 4.2474/101.325=nH2O/(47.591+ nH2O) nH2O=2.09mol
式中:47.687为干基流量速度.为进口气体流量-吸收掉CO2量即47.687-0.096=47.591mol/s ⑤ 对SO2吸收以平均每秒的量为计算) 根据亨利公式P=EX
查得该温度下SO2的亨利系数为4.85×106Pa
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则有101325×nSO2余/(47.591+2.09)=4.85×106XSO2 再根据摩尔量守恒
nSO2(余)+5.13×1000/18×XSO2=8.34×10-4
(1)
(2)
联合(1)、（2）解得气相中nSO2(余)为7.45×10-4mol ⑥ 其余的组份可参见进口的流速。
3、吸收塔
进水２５℃吸收塔进气４０℃
①为满足SO2的出口含量<5ppm,取水量10L/S（液气比1：112，吸收温度为25.9℃）则出口的水温为25.9℃。
②吸收塔对粉尘的吸收率为60%,则粉尘的出口量为6.408×(1-60%)=2.5632mg/s ③对CO2的吸收:(平均每秒的量)
查得该该温度下CO2的溶解度为0.592ml(气)/ml(水) CO2的吸收的量为10×0.592/22.4=0.264mol
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出气２７℃出水２５.９℃食品级二氧化碳设计说明书
CO2的余量为18.975-0.264=18.711mol
c. 夹带的水蒸汽量:(平均每秒的量) 查得该温度下水蒸汽饱和蒸汽压为3.60kPa 3.60/101.325= nH2O/(47.591-0.264+ nH2O) nH2O=1.74mol
d. 对SO2吸收:(平均每秒的量) 查得该温度下SO2的亨利系数为0.442×106Pa 根据亨利定理P=EX得
101325×nSO2余/(47.591-0.264+1.74)=0.442×106XSO2 根据组分摩尔守恒
nSO2余+（10×1000×Xso2）/18=7.45×10-4 (2) 联合（1）（2）两式可得： nso2余=1.56×10-4mol
nso2余/n气=1.56×10-4/(47.591-0.264+1.74)=3.18×10-6＜5ppm
e. 对H2S的吸收：（平均每秒的量） 查得H2S的亨利系数为0.578×105Pa 根据P=EX得：
(1)
101325×nH2S余/(47.591-0.264+1.74)=0.578×105 XH2S （1）
根据摩尔量守恒，
nh2s余+10×1000/18XH2S= 3.14×10-3 （2） 联立（1）（2）解得： nh2s余=1.51×10-4mol
f. 再算粉尘含量
气体的流量49.123mol/S，即49.123×22.4×10-3Nm/s
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粉尘含量为（2.5632mg/s）/（49.123×22.4×10-3Nm/s）=2.32mg/Nm3＜5mg/Nm3
4．经100#工序后各组分流速列表如下： 单位：mol/s
CO2 18.771 N0X 5.62×10-4 CO 0.954 CS2 1.36×10-5 3
N2 26.223 COS 3.56×10-3 -4
O2 1.431 H2O 1.74 SO2 1.56×10-4 ∑ 49.123 粉尘 2.56mg/s 或2.34mg/Nm H2S 1.51×10 mol/s
四.200#脱硫脱水工序 1.预处理器 ①反应原理
H2S+1/2 O2===S+H2O △H=-434.0KJ/mol SO2+2H2S===3S+2H2S
② 用EAC-4型H2S，SO2精脱硫剂，其技术指标： 脱硫精度： 出口H2S≤0.03PPM SO2≤0.05PPM 空速：H2S，SO2≤10mg s/Nm3时空速取1000h-1 H2S，SO2≥10mg s/Nm3时空速取500-800h-1 ③ 计算：（平均每秒的量）
取出口：H2S=0.03PPM SO2=0.04PPM 即H2S=1.47×10-6mol SO2=1.97×10-6mol 在过程中消耗：
SO2：1.56×10-4-1.97×10-6 =1.54×10-4mol H2S：1.51×10-4-1.47×10-6=1.50×10-4mol 02 ：（nH2S耗-nso2耗）/2=2×10-6 mol
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生成的水等于nH2S耗=1.50×10-4 mol 2.当经过原料压缩机后水温升到33℃
变压吸附塔有4.60mol的气体循环进入原料压缩机入口，压缩机的出口压力为7公斤的表压，即绝对压力为787.815 kPa。
查得33℃时水的饱和蒸汽压为5.186kPa，则 5.186/787.815=nH2O/(49.123-1.74+4.569+ nH2O) 求得nH2O=0.3443mol 3. 二级脱硫
①T504型常温有机硫水解催化剂 反应原理：
COS+H2S=== H2S+CO2 △H=-355KJ/mol COS的转化率为90%)
CS2+2H2O===2H2S+CO2 空速为200-300h-1 ②计算吸收后余量
二级脱硫塔工有三层，每层的COS转化率为91% COS的剩余量 3.56×10-3×（1-90%）3=3.56×10-6 CS2的转化率为60%，则剩余为 1.36×10-5×（1-60%）3=8.70×10-7mol ∑有机S（余）=（3.56×10+8.70×10）mol
-6
-7
有机S（余）含量：（3.56×10-6+8.70×10-7）/52.63=0.084×10-8＜0.1PPM ③过程中所产生的组分增量：（平均每秒的量）
nH2S(增)=nCOS(耗)+2nCS2（耗）=3.56×10-3+1.56×10-4=3.72×10-3
4. 三级脱硫
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①反应原理
H2S+1/2O2===S+H2O △H=-343.0KJ/mol 采用EAC-4型H2S，SO2精脱硫剂，其技术指标：
脱硫精度出口：H2S≤0.03PPM SO2 ≤0.05PPM 空速：H2S，SO2≤10mgs/Nm3 时空速取1000h-1 H2S，SO2≥10mgs/Nm3 时空速取500-800h-1 ②计算H2S吸收的量
取H2S出口:0.025 PPM,即1.228×10-6 则吸收的H2S的量为
3.72×10-3+0.03×52.63×10-6-1.228×10-6=3.72×10-3mol 注:原料压缩机出口含H2S 0.03×52.63×10-6 mol
二级脱硫出口增加H2S 3.72×10-3 mol 三级脱硫出口含H2S 1.228×10-6 mol nH2O增加量=nH2S耗=3.72×10-3mol
5. 原料干燥器
①采用硅胶干燥剂 出口H2O≤20PPM ②取出口H2O（g）为15PPM，即7.368×10-4mol
则吸收的水量为nH2O(吸)=0.3443-3.72×10+3.72×10-7.368×10=0.3436mol
-3
-3
-4
6. 200#工序后各组分流量 单位mol/s CO2 18.771 H2S CO 0.954 CS2 N2 26.223 COS O2 1.431 H2O SO2 1.97×10-6 ∑ 47
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1.228×10-6
8.70×10-7 3.56×10-6 7.368×10-4 47.380 五.从原料压缩机入口至提纯塔的物料衡算 1.示意图
50%放空90%预处理器压缩机顺放气吸附塔废气 95%提纯99.99%2.计算进入循环到原料压缩机入口的置换气
设X为废气和弛放气的总的流量(平均每秒)。其组成为: CO2 12% ，N2 82% ，其余约6%。
设Y为置换气每秒的放空量(从吸附塔到原料压缩机)。其组成为: CO2 78% ，
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N2 19%，其余约3%。
根据CO2守恒列出方程:
X×12%+Y×78%+11.443=18.771 (1) 根据整体总的摩尔量守恒:
X+Y+11.443=47.380 (2) 解得X=31.368,Y=4.569
即置换气有4.569mol放空,另有4.569mol进入原料压缩机入口。
3.计算提纯的进口和塔顶流量
根据CO2守恒得:
F×95%=W×99.99%+D×90% 根据总系统的守恒得:
F=W+D
解得:D=11.420,F=22.863,w=11.443 塔釜出口标准即产品的标准。
第四章 热量衡算
一.文丘里
1.衡算依据
窑气出口温度为180℃。文丘里的气体出口温度为80℃,进水温度为25℃,出水温
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度为33℃，冷料损失为5%。
将298K~T的Cpm列表如下 :单位kJ/(kmol·K) CO2 CO N2 O2 313K 37.48 29.20 29.14 29.44 353K 38.31 29.26 29.17 29.57 453K 40.23 29.37 29.28 29.97 643K 43.35 29.80 29.62 30.87 各组分的流量同第三章中的物料结果
2. 计算(平均每秒的热量)
（1）气体因降温放出的热量 180℃→80℃ Q放=△t1 niCpmi(453K)-△t2 niCpm(353K)
=(180-25)×(19.071×40.23+0.954×29.37+26.223×29.28+1.431×29.97)/103-(80-25) ×(19.071×38.31+0.954×29.26+26.223×29.17+1.431×29.57)/103 =162.80kJ
（2）冷料吸收热量(平均每秒的热量)
a.水从25℃-33℃时升温所吸收的热量：此时水的比热容为4.174 kJ/(kg·℃) Q1=1.664kg×(1-5%)×4.174kJ/(kg·℃) ×(33℃-25℃)=52.786kJ
b.由水变为水蒸汽的潜热：33℃时水的汽化热为2416.92kJ/kg Q2=2.44mol×18g/mol×2416.92×10-3kJ/g=106.151kJ
C．水蒸汽由33℃→80℃吸收的热：水蒸汽在33℃与80℃时的焓分别为
2555.12kJ/kg与2642.3kJ/kg
Q3=2.44mol×18g/mol×（2642.3-2555.12）×10-3=3.829kJ Q吸=52.786+106.151+3.829=162.766kJ
Q吸≈Q放
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3.热负荷上限(平均每秒的热量).
当进口温度为370℃时，窑气在文丘里中放出的热量为492.123KJ(计算方法同上)。则此时会相应地噌加水在文丘里中的出口温度，经试差迭代后得相出口水温为51℃<60℃。此时放出的热量为480KJ≈Q放。
因此在该水量下即能达到物料(高除尘)和热负荷的要求,此时会夹带水蒸汽7.03mol/s。
二.洗涤塔 1.计算依据
气体出口温度不超过40℃,该塔40℃。 气体温度进入塔时温度为80℃。
2.计算(平均每秒的热量)
①设水的进口温度为25℃，水的出口温度为30℃。 ②则气体放出的热量: a.降低所放出的热
Q1=△t1 niCpmi(353K)-△t2 niCpm(313K)
=(80-25)×(19.071×38.31+0.954×29.26+26.223×29.17+1.431×29.57)/103-(40-25) ×(19.071×37.48+0.954×29.20+26.223×29.14+1.431×29.44)/103 =86.12kJ
b.夹带的水蒸气部分冷凝所放出的汽化潜热 Q2=△t1 niCpmi(80℃) -△t2 niCpm(40℃)+Q潜部分 30℃时的水蒸汽夹带量为2.09mol
51
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式中Q
潜部分
=2.44mol×18g/ mol×2435.0kj/mol×10-3-2.09mol×18g/mol×2423.7kj/g×10-3
=15.77kj
△t1niCpmi(80℃) -△t2niCpm(40℃)=(80-25)niCpmi(80℃)-(40-25)niCpm(40℃) 所以:Q总放=86.12+15.77=101.89KJ ③ 根据Q吸=Q放
5.13kg×0.95×4.174KJ/(kg.℃)×(t-25)℃=101.89KJ t=30℃=30℃ 即假设成立。
3.热负荷上限
该塔上限是因前面窑气达到上限温度370℃时,文丘里的出口温度为51℃,此时夹带的蒸汽量较大,
冷却时水温将升高到t′,此时t′必须小于洗涤塔气体出口温度,即t′＜40℃. Q放上限=Q温降+Q′潜热 Q温降=86.12kJ 当t’=35 ℃时计算得:
Q’潜=7.03×18×2375.76/100-4.41×18×2405.62/100=109.67KJ 此时Q吸=5.13×(1-0.05) ×4.174×（35-25）=203.42KJ Q放总=86.12+109.67=195.79 三.吸收塔 1.气体从 40℃-27℃ 水的进口温度为25℃ 52 食品级二氧化碳设计说明书 冷料损失5%,用水量10L/S。 2.计算: 设出口水温为25.9℃。 由于该塔温降较小，气体的CPm可用平均下的温度（40+27）/2=33.5℃下的CPm 查得: 组分 CPm ( J/mol·K) CO 29.19 CO2 37.34 N2 29.14 O2 29.41 H2O 33.60 Q温降放=(40-27)×∑NiCPmi=20.72KJ Q冷凝放=(2.09×18×2423.7)/1000-(1.74×18×2432.74) /1000=14.99KJ Q吸=Q放=20.72+14.99=35.71KJ 即10×(1-0.05) ×4.183×(t-25)=35.71,求得t=25.9℃ 与假设的25.9℃基本相似,假设可以,即水的出口温度为25.9℃。 四.原料压缩机 1. 热量恒算依据 压缩机人口的温度为25℃,即298K。 计算得各组分的平均CPm=33.198 J/mol·K,Cv=24.884 J/mol·K。 2.根据t2=t1(p2/p1)k-1/k K=Cp/Cv=1.334, 则(K-1)/K=0.25 ① 一段压缩进口温度为298K,压力为101.325Kpa(绝),出口压力为278Kpa,水的 出口温度为33℃,查的水的平均比热容为4.182KJ/(Kg·℃) t1=298×(278/101.325)0.26=387.4K 冷料损失为5% 53 食品级二氧化碳设计说明书 MH2O×4.182×(33-25) ×0.95=33.198×49.123×(387.4-303) MH2O=4.33Kg/S V=m/p=4.331/0.998=4.34L/S ② 二段压缩进口温度为303K,压力为278Kpa(绝),出口压力为787.815Kpa(绝),水的出口温度为33℃ 压缩机的出口温度:t2=303×(787.815/278)0.26=397.25K 冷料损失为5% MH2O×4.182×(33-25) ×0.95=33.198×49.123×(397-303) MH2O=4.82Kg/S V2=m/p=4.83L/S 五.二级脱硫 1. 进入二级脱硫时的温度为80℃ COS+H2O→H2S+CO2 △H=-35.5KJ/mol 在二级时放出的热 Q=-n△H=3.56×10-3×35.5=0.1264KJ=126.4J nCPm△t=49.123×33.198×△t=126.4,解得△t=0.08℃ 即二级脱硫出口温度为80.08℃ 2. 二级脱硫后冷却器使气体冷却到35℃,水的出口温度为33℃,冷料损失5% MH2O×4.179×(33-25) ×0.95=33.198×49.123×(80.117-35) MH2O=2.31Kg/S V=m/p=2.32L/S 六.产品气压缩机 1.热量衡算依据 进入压缩机得的三段出口压力分别为0.388 Mpa，1.39Mpa，4.1 Mpa压缩 54 食品级二氧化碳设计说明书 机进口压强仍为0.1 Mpa。 2.结合物料衡算中的数据计算出气体的平均Cpm=38.0 J/mol·K ，Cvm=29.69 J/mol·K t2=t1(p2/p1)(k-1)/k 式中 k=Cp/CV=1.28 (k-1)/k=(1.28-1)/1.28=0.2187 ①一级压缩进口温度为298K，压强为0.1 Mpa (绝) 出口的压强为0.388Mpa（绝） t1=298×(0.388/0.1) 0.21875 =400k 一级压缩后冷却器使气体冷却到313K 进入产品气压缩机的物质的量为22.863，水出口温度为33℃ 22.863×38.0×（400-313）=mH2O*(33-25)×0.95×4.179 mH2O=2.38kg/s VH2O=2.38/0.998=2.385L/S ②压缩机进口温度为313K，压强0.388MPa(绝) 出口压强为1.39MPa（绝） t2=303×(1.39/0.388)0.21875=400K 二级压缩后冷却器使气体冷却到308K，水的出口温度为33℃， 22.863×38.0×（400-308）=mHWO×(33-25)×0.95×4.179 mHWO=2.517kg/s VH2O=2.517/0.998=2.522L/S ③ 三级压缩进口温度为303K，压强为1.39MPa,出口压强为4.1MPa t3=303×（4.1/1.39）0.21875=383.9K， 三级压缩后冷却器使气体冷却到313K，水的出口温度为33℃， 22.863×38.0×（383.9-313）=mHWO×(33-25)×0.95×4.179 mHWO=1.890kg/s VH2O=1.890/0.998=1.894L/S 55 食品级二氧化碳设计说明书 七. 提纯塔： 1. 提纯塔的塔顶压力为3.8MPa（绝）tD=-3℃ 塔釜压力为4.0MPa（绝）tW=-1℃ 在这样的压强下，CO2是以液态的形式存在，其余都为气相或溶于液态CO2中 Cpm(CO2)(-10℃→-3℃)（L）=2.394KJ Cpm(CO2)(-10℃→-1℃)（L）=2.475KJ Cpm(CO2)(-10℃→-3℃)（g）=29.13J/mol 2. 再沸器提供的热量即为塔内热量的增值。 ∑Q(=(MCP△t+ NCP*△t)顶+（MCPm△t）釜 =[11.443×44×10-3×2.394×（-3+10）+11.443×29.13×10-3×（-3+10）]+11.443×44×10-3×2.475×（-1+10） =19.886KJ 3. 再沸器的热源是由出干燥气体利用自身的温降为塔釜提供的。该气体含CO295%，总量为22.863Mol Cpm=36.85J/Mol NCpm△t=19886 22.863×36.85×△t=19886 △t=23.6。C 即从40。C降到16.4。C 八.氨冷器 3.9MPa下 CO2 5。C-16.4。C Cpm(CO2)=1.56KJ/Kg CO2 -10。C-5。C Cpm(CO2)（L）=2.334KJ/Kg N2 -20。C-16.4。C CpmN2=1.1335KJ/Kg 56 食品级二氧化碳设计说明书 CO2的汽化潜热 574 KJ/Kg NH3的汽化潜热 574 KJ/Kg 经过氨冷器时气体温度由16.4。C→-10。C，其中CO2由气相变液相 ∑Q=QCO2（16.4→5℃）+QCO2潜+ QCO2（5→-10℃）+QN2（16.4→-10℃） =22.863×0.95×44×1.56×（16.4-5）×10-3+574×22.863×0.95×44×10-3+22.863× 0.95×44×2.334×[5-（-10）] ×10-3+11.420×0.05×28×1.1335×10-3 =599.49KJ 氨的用量： 根据m×r=Q m=599.49/1373=0.4366Kg/S=1572Kg/Hr 57 食品级二氧化碳设计说明书 第五章 工艺设备选型 一、换热器选型 本设计以产品压缩机一级冷却为例 密度 Kg/m3 比热容KJ/Kg.K 气体 水 4.81 996 0.912 4.181 17.8×10-6 0.8416 粘度 Pa 导热系数KJ/m.℃ 0.2166 0.6139 ①气体从 127℃→40℃ Vs=18.771/0.9999×44/4.81=0.172m3/s 工业水 33℃←25℃ △t2=94℃ △t1=15℃ Q = Wh·CPh·（T1-T2）=18.771×44×0.912×（127-40）=65532W Wc = Q/[CP·（t1-t2）]=65532/[4.181×（33-25）]=1959Kg/s ②△tm=（△t2-△t1）/ln（△t2/△t1）=（94-15）/ln(94/15)=43.1℃ P=（t2-t1）/(T1-t1)=（33-25）/（127-25）=0.0784 R= (T1-T2)/（t2-t1）=（127-40）/（33-25）=10.875 查得△φ=0.93，φ△tm=43.1×0.93=40.1℃. ③初选换热器规格，根据两流体的情况，假设K=95.4W/(m2.℃) 故S=Q/（K.△tm）=65532/（95.4×40.1）=17.13m2 58 食品级二氧化碳设计说明书 由于Tm-tm=(127+40)/2-(33+25)/2=54.5℃＞50℃， 因此需要考虑热补偿。据此，由换热器系列标准（参见《化工工艺设计手册》下4-339） 中选定固定板式换热器（JB/T4715-92），有关参数如下： 壳径 mm 325 管子尺寸mm φ19×2 实际传热面积S0=n∏dl=99×3.14×0.019×(3-0.1)=17.13m2 若采用此传热面积的换热器，则要求总传热系数为95.4W/(m2.℃) ④核算压强降 ⑴ 管程压强降 ∑ΔPi=（ΔP1+ΔP2）FtNP 其中Ft=1.4，NP=2。 管程流通面积Ai=0.0175 m2 ui=Vs/Ai=0.172/0.0175=9.8286 Re=d uiρ/μ=0.02×9.8286×4.81/（17.80×10-6）=5.31×104（湍流） 设管壁粗糙度ε=0.1mm，ε/di=0.1/20=0.005 由λ-Re关联图查得：λ=0.022 所以 △P1=λ·L/d·ρ·u2/2=0.022×3/0.02×4.81×9.82862/2=767Pa △ P2=3ρu2/2=3×4.81×9.82862/2=697Pa ∑ΔPi=（767+697）×1.4×2=4099.2Pa （6） 壳程压强降 ∑ΔP0=（ΔP1’+ΔP2’）FsNs 59 公称压强 MPa 4.00 管子长度 m 3 公称面积 m2 17.1 管子总数 99 管程数 1 管程流通面积m2 0.0175 食品级二氧化碳设计说明书 其中Fs=1.15,Ns=1 △P1’=Ff0nc(NB+1) ρu02/2 nc=1.19n1/2=1.19×991/2=12 取折流挡板间距h=0.3m NB=L/h-1=3/0.3-1=9 壳程流通面积A0=h（D- ncd0）=0.3×（0.325-12×0.025）=0.0075m2 u0=2.38/（996×0.0075）=0.3186m/s Re=d0u0p/μ=0.025×0.3186×996/（0.8416×10-3）=9426＞500 f0=5.0×Re-0.228=5.0×9426-0.228=0.621 所以△P1’=0.4×0.621×12×（9+1）×996×0.31862/2=1507Pa ΔP2’=NB（3.5-2h/D）ρu02/2=9×（3.5-2×0.30/0.325）×996×0.31862/2=752Pa ∑ΔP0=（1507+752）×1.15×1=2598Pa ⑤核算总传热面积 （1）管程对流传热系数αi Re=5.31×104 Pri=CPμ/λ=0.912×103×17.80×10-6/0.2166=0.749 αi=0.023×0.2166/0.02×（5.31×104）0.8×0.7490.3=1376.5w/（m2·℃） （2）管程对流传热系数α0 α0=0.36（λ/de）（deu0ρ/μ）0.55（CPμ/λ）1/3（μ/μw）0.14 取换热器列管之中心距t=32mm A=hD（1-d0/t）=0.30×0.325×（1-0.020/0.022）=0.00886m U0=Vs/A=2.38/（996×0.00886）=0.2697 de=4（t2-πd02/4）/（πd02）=4×（0.0222-π×0.0202/4）/（π×0.020）=0.011m Re= deu0ρ/μ=0.011×0.2697×996×103/0.8416=3511 Pri=CPμ/λ=4.181×103×0.8416×10-3/0.6139=5.732 60 2 食品级二氧化碳设计说明书 壳程中水被加热，取（μ/μw）0.14=1.05 α0=0.36×0.6139/0.02×35110.55×5.7321/3×1.05=1851 w/（m2·℃） （7） 污垢热阻参见≤化工原理≥上 附录二十，管内、外侧污垢热阻分别为 Rsi=0.0001714m2·℃/w Rs0=0.0001714 m2·℃/w （8） 总传热系数K。（管壁热阻可忽略） K。=1/[1/α0+ Rs0+ Rsi·d。/di+ d。/（αi·di）] =1/（1/1851+0.0001714+0.0001714×1.25+1/167.7×1.25） =119.3w/（m2·℃） 由前面得计算可知，选用该型号换热器时要求过程得总传热系数为95.4w/（m2·℃），在规定德望流动条件下，计算出K。为119.3 w/（m2·℃）。 故前选择得换热器是合适的，安全系数为（119.3-95.4）/95.4×100%=25.1%。 二、其它冷却器选型 1.原料气压缩机后一级冷却: 下表为原料气压缩机进口组成：单位mol/s CO2 19.323 CO 0.954 N2 29.995 O2 1.431 ∑ 51.703 查得气体平均温度（116+32）/2=74℃下的各气体Cpm，列表如下：单位KJ/Kmol CO2 38.39 CO 29.28 N2 29.18 O2 29.58 ∑Cpm 32.64 热流体 116℃→32℃ 冷流体 27℃←20℃ △t 89 12 Q=WhCph（T1-T2）=51.703×32.64×（116-32）=141757W 61 食品级二氧化碳设计说明书 逆流时平均温差为：（按单壳程、多管程进行计算） △tm’=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1) =（89-12）/ln（89/12） =38.4℃ P=(t2-t1)/(T1- t1)=(27-20)/(116-20)=0.073 R=(T1-T2)/(t2-t1)=(116-32)/(27-20)=12 查得φ△t=0.85 △tm=△tm’· φ△t=38.4×0.85=32.6℃ 假设K=67.4 S=Q/(K△tm)=141757/(67.4×32.6)=64.5m2 Tm-tm=(116+32)/2-(27+20)/2=50.5℃＞50℃ 因此要考虑热补偿,据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339) 中选定固定板式换热器,有关参数见下: 壳径mm 公称压强MPa 公称面积m2 管程数 管程流通面积m2 实际传热面积S0=nπdL=174×3.14×0.020×（6-0.1）=64.47m 2 400 4.00 61.3 1 管子尺寸mm 管长m 管子总数 φ20×2 6 174 管子排列方法 正方形斜转45° 0.0307 采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为67.4 w/（m2·℃）。 2.原料压缩机后二级冷却器 热流体 124℃→30℃ 冷流体 27℃←20℃ 62 食品级二氧化碳设计说明书 △t2=97℃ △t1=10℃ Q=WhCph（T1-T2）=51.703×32.64×（124-30）=158633W 按单壳程多管程来计算平均温度差为 △tm’=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1)=（97-10）/ ln（97/10）=38.3℃ P=(t2-t1)/(T1- t1)=（27-20）/（124-20）=0.067 R=(T1-T2)/(t2-t1)=（124-30）/（27-20）=13.43 查得φ△t=0.88 △tm=△tm’· φ△t=38.3×0.88=33.7 假设K=73 则S=Q/(K△tm)=158633/（73×33.7）=64.52 Tm-tm=(124+30)/2-(27+20)/2=53.5℃＞50℃ 因此需要考虑热补偿, 据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339) 中选定固定板式换热器,有关参数见下: 壳径mm 公称压强MPa 公称面积m2 管程数 实际传热面积S0=nπdL=174×3.14×0.020×（6-0.1）=64.5m 2 400 4.00 61.3 1 管子尺寸mm 管长m 管子总数 φ20×2 6 174 管子排列方法 正方形斜转45° 采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为73.0（m2·℃）。 3.二级脱硫后冷却器 热流体 80.12℃→30℃ 冷流体 27℃←20℃ 63 食品级二氧化碳设计说明书 △t2=53.12℃ △t1=10℃ Q=WhCph（T1-T2）=51.703×32.64×（80.12-30）=84582W 逆流时平均温差为：（按单壳程、多管程进行计算） △tm’=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1) =(53.12-10)/ln（53.12/10） =25.82℃ P=(t2-t1)/(T1- t1)=(30-20)/(80-20)=0.167 R=(T1-T2)/(t2-t1)=(50.12-20)/(27-20)=4.3 查得φ△t=0.94 △tm=△tm’· φ△t=25.82×0.94=24.27℃ 假设K=76.9 S=Q/(K△tm)=84582/(76.9×24.27)=45.3m2 Tm-tm=(80.12+30)/2-(27+20)/2=35℃＜50℃ 因此不需要考虑热补偿,据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339) 中选定固定板式换热器,有关参数见下: 壳径mm 公称压强MPa 公称面积m2 管程数 实际传热面积S0=nπdL=164×3.14×0.020－（4.5-1）=45.3 m2 采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为76.9 w/（m2·℃）。 4.产品气压缩机后二段冷却器 热流体 127℃→40℃ 64 40 4.00 43.1 2 管子尺寸mm 管长m 管子总数 φ20×2 4.5 164 管子排列方法 正方形斜转45° 食品级二氧化碳设计说明书 冷流体 27℃←20℃ △t2=100℃ △t1=20℃ Q=WhCph（T1-T2）=18.771×44×0.912×（127-40）=65532W 按单壳程多管程来计算平均温度差为 △tm’=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1)=（100-20）/ ln（100/20）=49.7℃ P=(t2-t1)/(T1- t1)=（27-20）/（127-20）=0.065 R=(T1-T2)/(t2-t1)=（127-40）/（27-20）=12.43 查得φ△t=0.87 △tm=△tm’· φ△t=49.7×0.87=43.2 假设K=99.8W/（m2·℃） 则S=Q/(K△tm)=65532/（99.8×43.2）=15.2m2 Tm-tm=(127+40)/2-(27+20)/2=59.5℃＞50℃ 因此需要考虑热补偿, 据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339) 中选定固定板式换热器,有关参数见下: 壳径mm 公称压强MPa 公称面积m2 管程数 实际传热面积S0=nπdL=88×3.14×0.019×（3-0.1）=15.2m2 采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为99.8w/（m2·℃）。 5.产品气压缩机后三段冷却器 热流体 111℃→30℃ 65 325 4.00 15.2 2 管子尺寸mm 管长m 管子总数 φ19×2 3 88 管子排列方法 正方形斜转45° 食品级二氧化碳设计说明书 冷流体 27℃←20℃ △t2=83℃ △t1=10℃ Q=WhCph（T1-T2）=18.771×44×0.912×（110-30）=60259W 按单壳程多管程来计算平均温度差为 △tm’=(△t2-△t1)/ln(△t2/△t1)=（83-10）/ ln（83/10）=34.5℃ P=(t2-t1)/(T1- t1)=（27-20）/（111-20）=0.077 R=(T1-T2)/(t2-t1)=（111-30）/（27-20）=11.57 查得φ△t=0.84 △tm=△tm’· φ△t=34.5×0.84=28.98 假设K=121.6 则S=Q/(K△tm)=60259/（121.6×28.98）=17.1m2 Tm-tm=(111+30)/2-(27+20)/2=47℃＜50℃ 因此不需要考虑热补偿, 据此由换热器系列标准(参见《化工工艺设计手册》下4-339) 中选定固定板式换热器,有关参数见下: 壳径mm 公称压强MPa 公称面积m2 管程数 际传热面积S0=nπdL=99×3.14×0.019×（3-0.1）=17.1 m2 采用此换热面积的换热器,则需要过程的总传热系数为121.6w/（m2·℃）。 三、提纯塔设备选型 选型依据 66 325 4.00 17.1 1 管子尺寸mm 管长m 管子总数 φ19×2 3 99 管子排列方法 正方形斜转45° 食品级二氧化碳设计说明书 本设计将CO2作为重组分，其含量为95%；其余的组分为轻组分。且依据N2的性质来作近似计算，因此进料中可看成N2的含量为5%。 相平衡方程的确立 塔顶的压力为3.8MPa（绝） tD=-3℃ 塔釜的压力为4.0MPa（绝） tW=-1℃ 进口温度为-10℃ 取塔顶、塔釜平均压力 P=3.9MPa（绝） 根据lg（PVD’/ PVD）=VL(P- PVD)/(189T) 查得PVD(CO2)=3.33MPa VL=1.029dm3/kg=45.285cm2/mol T=273.15-2=271.15k 将数据代入上式得 lg（PVD’/3.33）=45.285×(38.49-32.865)/(189×271.15) 解得PVD’=3.368MPa P(N2)=P- PVD’=3.9-3.368=0.532MPa α= P(N2)/0.05/PVD=0.532/0.05/3.33=3.2 将α代入相平衡方程ym=αxm/[1+(α-1) xm=3.2xm/(1+2.2xm) 也可以转化为xm=ym/(3.2-2.2ym) 操作线方程得确立 -2℃时CO2的汽化热 240.916kJ/kg -6℃时CO2(l)的CPm(CO2)=2.33 kJ/(kg·k) 又因为在这个压强下,CO2的泡点温度为-2℃ 所以q={2.33×[(-2℃)-( -10℃)]+240.96}/240.96=1.077 操作线方程ym+1=L’xm/(L’-W)-Wxm/(L’-W) 67 食品级二氧化碳设计说明书 式中L’=L+qF=0+ qF 将数据代入并整理得 ym+1=1.8647xm-8.2415×10-5 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 ET=0.49(α·μL)-0.245 查得μL=109.02×10-3MPa·S 即ET=0.49(α·μL)-0.245=0.49×(3.2×109.2×10-3)-0.245=0.634 NP=NT/ET=12/0.634=18.9 取NP=19(包括再沸器) 本塔中填料选用金属压延刺孔板波纹填料,其各项参数见下表: 参数 波高 波距 板厚 盘高 倾角 型号 h 2B mm mm δ mm 534(4.5) 4.5 14.3 0.1 51 H mm β ° 45° 开孔 (正方形) mm×mm 0.4×0.4 1.2 孔间距 比表面mm 积a m2/m3 534 ym+1=1.8647xm-8.2415×10-5 0.09315 0.0579 0.03506 0.02085 0.012247 0.0071147 0.0040838 0.002304 0.0012623 0.0006538 0.0002987 xm=ym/(3.2-2.2ym) 0.05 0.0311 0.01885 0.01122 0.006612 0.00386 0.002234 0.001279 0.0007211 0.0003948 0.0002044 0.00009337＜1×10-4 68 食品级二氧化碳设计说明书 当量直径de mm 空隙干填料 密度 气相动能因子 每米填率 ε 因子 m-1 580 212 1.65～2.0 kg/m3 m/s(kg/m3)0.5 料理论板数 5～6 压力降 Pa/m 7.5 0.97 493～773 取每米填料理论板数为5块 则填料高度(19-1)/5=3.6m 依据计算传质单元数时的相平衡数据会有偏差,传质动力学参数(HOG或HETP)计算(或取值)中会有偏差;实际塔内液、气相不可能达到实验条件下的良好分布，以及适应操作条件波动留有控制的余地，故在计算填料层高度地基础上必须引1.3～1.5的安全系数，本题取1.4。 故设计高度为3.6×1.4=5.04m 根据贝恩-霍根关联式 lg[uF2/g·（a/ε3）（ρV/ρL）··μL0.2]=A-K（WL/WV）1/4（ρV/ρL）1/8 注： uF----泛点气速 g----重力加速度 a----填料比表面积 ε----填料层空隙率 ρV、ρL----气相、液相密度kg/m3 μL----液相粘度μPa·s WL、WV----液相、气相质量流量kg/h A、K----关联常数 各数据： 69 食品级二氧化碳设计说明书 A=0.291 K=1.75 a=534 ε=0.97 ρV=73.37 kg/m3 ρL=936.4 kg/m3 μL=117.26μPa·s WL=22.863mol/s WV=11.420mol/s 代入贝恩-霍根关联式得 lg[uF2/9.81（534/0.973）（73.37/936.4）（117.26×10-3）0.2]=0.291-1.75×（22.863/11.420）1/4×（73.37/936）1/8 解得uF=0.4267 取泛点率u/ uF=0.80 得u=0.4267×0.80=0.3414m/s D=[4VS/（πu）]1/2 =[4×11.420×8.3145×266.5/（3.9×106×π×0.3414）]1/2 =0.156m 经圆整后取D=0.2m u=VS/（πD2/4）=0.0064884×4/（π×0.22）=0.21m/s 四.其它设备选型 1. 文丘里 由物料衡算时可知文丘里的进料VS=1.068Nm3/s 根据PV=nRT折算成进料温度压力下的体积流量VS=2.24m3/s 取通过喉管时的流速为70m/s，此时喉管的管径D=[VS/（πu/4）]1/2=0.20m。 2．洗涤塔选型 Wr=Σnimi=1.646kg/s VS=1.30m3/s WL=5.13 kg/s ρV=1.646/[1.068×（273+60）/273]=1.264kg/m3 ρL=997.57 kg/m3 μL=95.2×10-2μPa·s 选填料为瓷拉西环 70 食品级二氧化碳设计说明书 尺寸 50×50×4.5 a（m2/m3） 93 ε 0.81 n（m-3） 6000 由贝恩-霍根关联式 lg[uF2/g·（a/ε3）（ρV/ρL）··μL0.2]=A-K（WL/WV）1/4（ρV/ρL）1/8 查得A=-0.134 K=1.75 代入上式 0.2lg[uF2/9.81（93/0.813）（1.264/997.57）（95.20×10-2）]=-0.134-1.75×（5.13/1.646） 1/4 ×（1.264/997.57） 1/8 解得uF=3.21m/s 取泛点率u/uF=0.8 得u=0.8×3.21=2.57m/s D=[4VS/（πu）]1/2=[4×1.30/（π×2.57）]1/2=0.803m 经圆整后取D=0.9m u=VS/（πD2/4）=1.30×4/（π×0.92）=2.05m/s 安全系数u/uF=2.05/2.57=0.80 3.吸收塔选型 Wr=Σnimi=1.646kg/s VS=1.19m3/s WL=10kg/s ρV=1.344kg/m3 ρL=997.57 kg/m3 μL=95.2×10-2μPa·s 选填料为瓷拉西环 尺寸 50×50×4.5 a（m2/m3） 93 ε 0.81 n（m-3） 6000 由贝恩-霍根关联式 lg[uF2/g·（a/ε3）（ρV/ρL）··μL0.2]=A-K（WL/WV）1/4（ρV/ρL）1/8 71 食品级二氧化碳设计说明书 查得A=-0.134 K=1.75 代入上式 lg[uF2/9.81（93/0.813）（1.344/997.57）（98×10-2）0.2]=-0.134-1.75×（10/1.646）1/4×（1.344/997.57）1/8 解得uF=1.39m/s 取泛点率u/uF=0.8 得u=0.8×1.39=1.11m/s D=[4VS/（πu）]1/2=[4×1.19/（π×1.11）]1/2=1.2m 此时安全系数为0.8。 4.预处理器 进入预处理器的平均气体流速 VS=1.10Nm3/s 由SV=VS/V0，所选的空速为500h-1 即空塔体积V0=VS/SV=1.10×3600/500=7.92m3 取塔径D=1.2m 则h=V0/（πD2/4）=7.92/（3.14×1.22/4）=7.01m 5.二级脱硫 进入二级处理器的平均气体流速 VS=52.3275×22.4=1.172Nm3/s 由SV=VS/V0，所选的空速为2000h -1 即空塔体积V0=VS/SV=1.172×3600/2000=2.11m3 取塔径D=0.7m 则h=V0/（πD2/4）=2.11/（3.14×0.72/4）=5.49m 6.三级脱硫 72 食品级二氧化碳设计说明书 进入三级处理器的平均气体流速 VS=52.3275×22.4=1.172Nm3/s 由SV=VS/V0，所选的空速为800h-1 即空塔体积V0=VS/SV=1.172×3600/800=5.274m3 取塔径D=1.0m 则h=V0/（πD2/4）=5.274/（3.14×1.02/4）=6.72m 7.吸附塔 VS=52.3275×22.4=1.072Nm3/s 而五个吸附塔在同一时间内只有两个在吸附，取塔的空速为1000h-1 V0=VS/2SV=1.172×3600/2/1000=2.11m3 取塔径D=0.9m 则h=V0/（πD2/4）=2.11/（3.14×0.92/4）=3.32m 8.原料气干燥器 进入原料气干燥器时的平均气体流速 VS=52.3275×22.4=1.172Nm3/s 取塔的空速为1000h-1 V0=VS/SV=1.172×3600/×1000=4.22m3 取塔径D=1.0m 则h=V0/（πD2/4）=4.22/（3.14×1.02/4）=5.38m 9.产品干燥器 进入产品气干燥器时的平均气体流速 73 食品级二氧化碳设计说明书 VS=22.863×22.4×10-3=0.512Nm3/s 取塔的空速为1000h-1 V0=VS/SV=0.512×3600/×1000=1.843m3 取塔径D=0.5m 则h=V0/（πD2/4）=1.843/（3.14×0.52/4）=9.39m 10.产品缓冲罐 取可缓冲3分钟的体积 则体积 22.863×22.4×10-3×180s=92.2m3 取D=3.0m 则h=V0/（πD2/4）=92.2/（3.14×3.02/4）=13.05m 11.原料气缓冲罐 VS=1.172Nm/s 取缓冲时间为100s 则V0=VS/SV=1.172×100=117.2m3 取D=3.0m 则h=V0/（πD2/4）=117.2/（3.14×3.02/4）=16.59m 12.罗茨鼓风机的选型 气体进口摩尔流量N=47.687×3600/1000=171.67kmol/h，体积流量VS=47 .687×22.4×3600/1000=3845.5m3/h=64.1m3/min 选用两台型号L71WD型罗茨鼓风机，其有关参数如下： 型号 压升（Pa） 进口流量（m3/min） 电动机 功率（kw） L71WD 74 3 29419 58.8 Y2805-6 45 食品级二氧化碳设计说明书 13.原料气压缩机的选型 气体进口摩尔流量N=(49.123-1.74+4.569)×3600/1000=187.03kmol/h，体积流量VS=(49.123-1.74+4.569)×22.4/1000×60=69.8m3/min 选用两台型号L12-100-8型空气压缩机，其有关参数如下： 压缩机型号 容积流量 进气压力 额定排气压力 转速 气缸数×轴功率气缸直径 （二级） L12-100-8 长×宽×高 3000×1900×2900 14.产品气压缩机的选型 气体进口摩尔流量N=22.863×3600/1000=82.31kmol/h，体积流量VS=30.73m3/min 选用四台型号4L-20/8型压缩机<二开二备>，其有关参数如下： 压缩机型号 容积流量 进气压力 额定排气压力 4L-20/8 轴功率 排气温度 118KW ＜160℃ 长×宽×高 2260×1550 ×1935 15.离心泵的选型 工作条件：水的体积流量VL=5.13×3600/1000=18.5m3/h，取其扬程H为32.0m，则 75 100m3/min 大气压 0.8MPa 428r/min 1×820 560kw 电动机型号 TDK143/29-4 额定功率 额定转速 额定电压 560 kw 428r/min 380V 行程 280mm 排气温度 ＜160℃ 转速 额定电压 电动机型号 20m3/min 大气压 0.8MPa 400r/min 220/380V JK127-8 行程 额定功率 额定转速 240mm 130kw 730r/min 气缸数×气缸直径 1×820 食品级二氧化碳设计说明书 选用两台IS型单级单吸离心泵，其型号IS65-50-160，其有关参数如下： 流量 16.真空泵的选型 气体进口摩尔流量N=82.31kmol/h，体积流量VS=30.73m3/min 出口处气体绝压为P泡=21325Pa 选用四台W型往复式真空泵<二开二备>，型号W-300,其有关参数如下： 抽气速率 极限真空度 电机功率 300L/S 2000Pa 30kw 转速 285r/min 额定电压 380V 扬程 转速 2900n/min 轴功率 3.35kw 效率 65% 25 m3/h 32.0m 主要参考资料 1．《化工原理》上册 姚玉英主编 天津大学出版社 1998.8； 2．《化工原理》下册 姚玉英主编 天津大学出版社 1998.8； 3．《化工工艺过程计算》 宋士亮主编 中央广播电视大学出版社 1994.1； 4．《化学化工物性数据手册》 化学工业出版社； 5．《化工工艺设计手册》上册 国家医药管理局上海医药设计院，化学工 业出版社 1996年1月第2版； 6．《化工工艺设计手册》下册 国家医药管理局上海医药设计院，化学工 76 食品级二氧化碳设计说明书 业出版社 1996年1月第2版； 7．《化学工程师技术全书》 生鲁主编 化学工业出版社 1999.8。 8.《工艺实用手册》（试用稿） 集团公司公司生产处编 1997.6 结束语 通过一个学期的毕业设计，现已基本完成。在设计过程中，得到 学院 化工系 老师的精心指导与帮助，使我们的毕业设计顺利完成，同时也得到 合成氨厂生产科工艺组成员的大力协助与指导，在此，对他们表示衷心的感谢。 由于手头资料有限及时间上的紧迫，再加上自己所学知识有限，在设计过程中难免有一些不足和不当之处，敬请读者给予体谅与理解。 77 食品级二氧化碳设计说明书 2005年6月25日 78 因篇幅问题不能全部显示，请点此查看更多更全内容