合成氨脱硫工艺论文题目范文

合成氨脱硫工艺论文题目范文第1篇

1 天然气脱硫工艺

1.1 干法脱硫

干法脱硫主要有金属化合物法和非金属矿物吸收法。

1.1.1 金属化合物法

主要通过海绵铁法实现硫化氢与金属氧化物的反应产生金属硫化物和水。海绵铁法是将含硫化氢的天然气通入反应塔中, 反应塔的结构是由海绵状的铁组成, 可将硫化氢和氧化铁反应转化成硫化铁, 反应后期向塔内通入空气, 将硫化铁氧化为氧化铁并释放出硫元素, 实现氧化铁的循环利用。该方法流程操作简单, 工艺成本低, 且具有低能耗的优点, 但对于高温脱硫并不合适。

1.1.2 非金属矿物吸收法

(1) 活性炭吸附法活性炭是应用较为广泛的脱硫剂, 能够在含氧, 高湿的情况下对硫化氢进行脱除, 在常温下即可推动硫化氢氧化进程, 并将硫吸附。传统的活性炭难以达到工业脱硫要求, 而将活性炭浸渍在过渡金属中如Fe2O3和Cu O等, 可显著增强活性炭的催化活性。该工艺操作简便, 但是原料成本高, 利用率低。

(2) 分子筛法分子筛是利用自身多孔均匀的特性, 使其具有局部集中的极电荷和较大的内表面积, 本质是由氧的桥接作用而成的硅铝酸盐分子。吸附原理是利用它优良的亲硫化氢的特性来脱除硫, 且硫容量十分可观。该方式适合于小型的吸附设备, 吸附能力强, 但是材料再生性能差。

1.2 湿法脱硫

湿法脱硫主要有物理吸收法和化学吸收法以及二者结合的方法。

1.2.1 物理吸收法

物理吸收法主要包括乙二醇二甲醚法、低温甲醇法及N甲基吡咯烷酮法, 都是利用特地合成的产物作为吸收剂, 此类物质对硫化氢具有极大的溶解度。

低温甲醇法是利用低温状态下的甲醇对硫化氢吸收能力显著, 且温度越低, 溶解度越大。此工艺既可以满足净化要求, 又可以在处理后对硫化氢, 二氧化碳等物质回收利用, 可以作为其他流程的原材料 (如硫磺) , 且对设备无腐蚀。但就甲醇而言有毒, 需要加以严格控制, 对其进行制冷操作。

1.2.2 化学吸收法

化学吸收法主要包括醇胺法和碱法, 利用碱液与硫化氢的可逆反应来脱硫, 脱硫剂可以用加热富液的方式实现循环利用。

(1) 醇胺法醇胺法应用原理是:有机醇胺化合物的氨基水解后使水溶液呈现碱性, 其羟基又增大了化合物的溶解度。温度较低、压力较高时, 溶液吸收硫化氢, 温度高, 压力低时反而释放硫化氢。最常用的溶剂有甲基二乙醇胺和一乙醇胺、二乙醇胺、二异丙醇胺。

(2) 碱法碱法往往是用p H值9~11的强碱弱酸盐溶液 (如碳酸盐) , 真空碳酸盐法则是将原料气与碳酸盐溶液在吸收塔逆流接触, 再将富液蒸馏实现溶液再生, 还可以制备硫磺, 但能耗大。

1.2微生物脱硫

微生物脱硫的基本原理为利用微生物吸附捕获溶解于液相中的硫化氢, 利用有机微生物或酶对硫成分进行催化反应, 将非水溶性硫化物逐步转化为水溶性化合物。微生物脱硫具有成本低, 能耗少, 不污染环境的优点, 发展潜力巨大。生物脱硫应用最成功的是荷兰Paques公司, 他们1993年将Thiopaq工艺应用在天然气、炼油厂尾气脱硫上, 且工艺运行平稳。

1.3 膜分离法

膜分离法的原理是利用气体组分在高分子膜表面吸附能力和溶解扩散能力的差异来分离, 也就是渗透速率差进行分离。近些年在天然气脱硫方面获得了发展, J.Hao研究了膜循环级联的方式处理天然气中的硫化氢等酸性气体, 并再次利用渗余气, 从而提高了原料利用率。该工艺装置简单可靠, 能耗低, 污染小, 但是对于膜制取工艺却十分复杂。

2 新兴脱硫技术

2.1 超重力氧化还原法

超重力氧化还原法利用传统的络合铁脱硫工艺结合超重力旋转强化传质的特点, 实现快速脱除天然气中硫化氢的目标。超重机是以络合铁和碱液作为脱硫液, 硫化氢的脱除率随着硫化氢浓度、气体流量、p H的变化而变化, 此设备具有体积小, 操作弹性大, 脱硫率高且稳定的优点, 发展前景十分广阔。河口采油厂的渤南集气站就利用该设备完美解决了因硫含量超标不得管输的难题, 避免了资源的浪费, 保护了环境。

2.2 离子液体技术

吸收硫化物的离子液体可以分为咪唑类和醇胺类以及胍类等, 近年来国内外都在想方设法寻找最合适的离子, 离子液体聚合物和离子液体负载化等方法对离子液体的需求量少, 脱硫效果好。该方式在天然气脱硫方面脱颖而出, 它具有污染小、熔点低及资源回收利用率高等优点是十分具有潜力的方式。随着实验的研究愈加丰富, 实际应用很快会实现。

2.3 臭氧氧化法

臭氧氧化法的原理是臭氧在紫外线照射和催化剂作用下离析出具有氧化性的原子态氧, 可以直接将硫化氢等物质氧化, 变为稳定态的硫化物, 避免了因释放二氧化硫的二次污染。该过程中如果臭氧过量也不会造成污染。该工艺具有节能高效、除臭的优点、对于工业应用汇逐渐改善。

3 发展趋势

随着我国新气田的开采, 随之而来的是天然气气质愈加复杂, 我国与国外研究的差距还十分明显, 我们需要加大对天然气净化的研究力度, 致力于开发新的技术与设备, , 发展趋势朝着开发新型脱硫溶剂, 将膜吸收法与膜蒸馏结合, 优化工艺流程, 使高效、环保、节能成为将来发展的主题。

摘要：天然气工业正处在蓬勃发展的时期, 但是对于酸性天然气的净化技术一直是需要突破的关键, 就目前的发展趋势来看, 催化、分离、氧化还原脱硫都是较为先进的技术成果。本文探讨了目前常用的脱硫方式以及各方式的利弊, 并分析了未来该技术的发展趋势。

关键词：天然气,脱硫工艺,研究现状

参考文献

[1] 吴基荣, 毛艳红.高含硫天然气净化新工艺技术在普光气田的应用[J].天然气工业, 2011, 31 (5) :99~100.

[2] 蔡培, 王树立, 赵会军.天然气脱硫工艺的研究与发展[J].管道技术与设备, 2008, 20 (4) :17~18.

合成氨脱硫工艺论文题目范文第2篇

其化学名为2-氨基-2-[2-(4-正辛基苯基)乙基]-1,3-丙二醇盐酸盐,最初该化合物被作为免疫抑制剂来研究,但发现其对移植病人的免疫抑制效果没有超过现有药物,后发现对多发性硬化症有强大的效果,该药由诺华公司研制开发,2010年9月,美国FDA批准使用芬戈莫德作为复发型多发性硬化症的一线用药,成为首个获批该疾病的口服药物,商品名Gilenya。后该药又陆续获准在美国、欧洲、澳大利亚等国家上市。

有关芬戈莫徳的合成,文献报道了多种不同的合成路线,主要分为两类:一类是通过乙酰氨基丙二酸二乙酯进行氨基丙二醇的构建,一类是通过硝基取代,再与甲醛聚合后还原构建氨基丙二醇结构。

1 通过乙酰丙二酸二乙酯进行构建

最早的文献报道[1]路线以乙酸苯乙酯为原料,先通过傅克反应构建辛基取代基,再将苯环另一侧的酯基转化为活性较强的碘基取代基,通过和乙酰氨基丙二酸二乙酯反应构建出氨基丙二醇结构,由于反应步骤长,收率只有约4%,人们在此基础上进行了一系列的改进。

刘剑峰等[2]以2-苯乙醇和溴化钠为起始原料,经取代、酰化、缩合等反应制得芬戈莫德。改进后的工艺路线使用价格较为便宜的试剂,降低了成本;避免了苛刻的生产条件,更利于环保,提高了总收率,为26.9%,但步骤仍比较长。

汪迅等[3]用氯代替换碘代,不使用比较昂贵的TFA/三乙基硅烷,而使用钯碳进行还原反应,而且中间体不需要进行精制处理,即可进行下一步反应,有利于工业化生产。

熊开文等[4]又对此路线进行改进后,反应过程有6步反应,以正辛苯与氯乙酰氯为起始原料,经傅克酰基化、偶联、酮羰基还原、酯基还原、酰胺水解及成盐酸盐等步骤制备盐酸芬戈莫德,如图2。此路线反应步骤简洁,各步后处理简单,可进行下一步反应,环境友好。总反应为六步反应,缩短了生产周期,但总收率只有约5.64%。

2 通过硝基取代甲醛缩合后还原进行构建

以上都是在原专利的基础上进行改进,还有一些文献报道重新构建氨基丙二醇结构。如姚雷等[5]此路线以辛基苯为原料,通过与溴丙酰溴进行傅克酰化反应后,再通过硝化反应,还原反应,以及同甲醛缩合等步骤得到氨基丙二醇结构。该方法共六步反应,生产周期较短,总收率40%~50%。收率较高,但是中间体经常以过柱子进行精制操作,不适合工艺化生产。

柯潇等[6]CN103804123以三溴苯基丙烷为原料,与辛酰氯进行傅克酰化反应后,再通过还原反应,硝基取代、与甲醛缩合、还原成盐步骤得到芬戈莫德,如图3。最少只需要4步反应,简化了操作,提高了产品收率,总收率可达31%,而且终产品纯度可达99.8%以上,工艺可重复性好,易于工业化大生产,如图3

3 结语

综上所述,文献6报道的路线以三溴苯基丙烷为原料,与辛酰氯进行傅克酰化反应后,再通过还原反应,硝基取代、与甲醛缩合、还原成盐步骤得到芬戈莫德,步骤短,更适宜进行工业化大生产。

摘要：芬戈莫德为鞘氨醇-1-磷酸受体调节剂,成为首个被FDA批准可经口给药的用于治疗复发-缓解型多发性硬化症,本文就其合成方法进行综述,为医药开发提供参考。

关键词：芬戈莫德,合成,氨基丙二醇,fingolimod

参考文献

[1] Fujita et al.2-amino-1,3-propanediol compound and im-munosuppressant:US,5604229[P].1997-02-18.

[2] 刘剑峰,苏鹏等.芬戈莫德的合成.药学研究2014 33(12):739-741.

[3] 汪迅.一种制备芬戈莫德的方法:中国,103922943[P].2014-04-18.

[4] 熊开文.一种芬戈莫德的制备方法及其制备中间体:中国,104529734[p].2014-11-29.

[5] 姚雷.一种盐酸芬戈莫德的新合成方法:中国,104292115[P].2013-07-19.

合成氨脱硫工艺论文题目范文第3篇

1 聚氨酯弹性体的合成设计

聚氨酯弹性体本身由硬段区域和软段区域共同组成, 硬段是由二异氰酸酯和扩链剂共同构成, 而软段是由低聚的聚醚或者聚酯构成, 所以在合成聚氨酯弹性体之前要对聚氨酯弹性体的软硬段的构成进行设计和选择, 同时也要对扩链剂进行筛选。另外, 不同的合成方法对聚氨酯弹性体的性能有着很大的影响, 因而需要对聚氨酯弹性体的合成方法进行探究。催化剂对聚氨酯弹性体合成的反应速率、最终性能甚至结构都有着重大的影响, 因而对于选择催化剂的种类以及是否使用催化剂都需要进行一定的探究。本文主要从二异氰酸酯、多元醇、扩链剂、催化剂和合成方法等等五个方面对聚氨酯弹性体的结构和工艺进行探究。

1.1 二异氰酸酯的选择

TDI原料来源广泛, 生产工艺成熟, 更加容易获得, 另外TDI具有化学活性强, 用途广泛等优点, 因而选择甲苯二异氰酸酯 (TDI) 作为反应的一种原料。

1.2 多元醇的选择

聚氨酯弹性体按软段的不同可以分为聚醚型和聚酯型两大类。聚酯型弹性体强度高, 有利于提高熔铸体系的高低温力学强度, 但其粘度较大, 难以达到现代军事化高能、高固含量的要求, 从而限制了其在军事化方面的应用。另外, 聚酯型聚氨酯弹性体中含有-COO-化学基团, 在酸性和碱性条件下受潮容易分解, 化学稳定性差, 容易造成熔铸体系的老化失效。而聚醚型聚氨酯弹性体链段中含有大量的C-O-C化学基团, 相对于-COO-基团粘度低, 可以容纳大量的固体填料从而提高体系的能量。另外, C-C键和C-O-C化学键易于旋转, 合成的聚氨酯弹性体软段柔顺, 容易活动, 故而软段的玻璃化转变温度低, 大约为-80--60℃, 有良好的低温力学性能。此外, 聚醚还具有原料来源广泛, 工艺性能好等优点, 故而本次课题设计以聚醚型为软段进行聚氨酯弹性体的合成和熔融共混改性研究。

1.3 扩链剂的选择

聚氨酯弹性体最早的扩链剂是水, 二异氰酸酯基团形成一个脲基。二元胺也可以用作扩链剂, 但它通常不能用于制备热塑性聚氨酯弹性体, 这是因为脲基融化时会伴随发生分解反应。热塑性聚氨酯最重要的扩链剂是线性二元醇, 如乙二醇、1, 4-丁二醇 (BDO) 、1, 6-己二醇、1, 4-二 (羟基乙氧基) 苯。这些二元醇与二异氰酸酯反应所生成的聚氨酯在常温下几乎完全结晶, 并且在熔融加工时不易分解。但乙二醇作扩链剂时, 高温热稳定性较差, 容易分解。1, 4丁二醇 (BDO) 和1, 4-二 (羟基乙氧基) 苯都是制备热塑性聚氨酯最合适的扩链剂, 尤其是后者扩链所得热塑性聚氨酯的高、低温力学性能较好, 并且压缩永久变形较小。但考虑到原料的成本和易得性, 选择了应用更加广泛的1, 4-丁二醇作为扩链剂。

1.4 催化剂的选择

聚氨酯催化剂共有三类:一是叔胺类催化剂;二是有机锡类催化剂;三是非锡的有机金属化合物。

叔胺类催化剂对-NCO和-OH的反应不如有机锡类催化剂的催化效果好。有机锡类催化剂是异氰酸酯与羟基反应的高效催化剂, 而对异氰酸酯与水的催化作用要低得多。重要的有机锡化合物是二价的亚锡化合物辛酸亚锡和四价正锡化合物二月桂酸二丁基锡。相比较而言, 二月桂酸二丁基锡黏度更低, 催化作用更高, 因而本次研究选择二月桂酸二丁基锡为催化剂。

1.5 合成方法的选择

聚氨酯弹性体按照合成过程中是否有溶剂的参与可以分为溶液聚合法和本体聚合法, 按照加料的步骤可以分为一步聚合法和预聚体法。聚氨酯弹性体由于具有优良的软硬段微相分离结构, 从而使其具有有优良的机械性能, 如拉伸强度、耐磨损性、耐候性等等。预聚体法是先把聚醚和二异氰酸酯反应生成以异氰酸酯根封端的预聚物, 然后根据异氰酸酯的量与等化学计量的扩链剂进行扩链反应。预聚体法制备的产物微相分离程度大, 有利于降低聚醚型聚氨酯弹性体的软段玻璃化转变温度, 低温力学性能更好, 耐候性更好。因此, 选择本体聚合预聚体法进行研究。首先对聚氨酯弹性体的合成步骤和工艺条件进行探索, 得到合成聚醚型聚氨酯弹性体的最佳条件。

2 聚氨酯弹性体合成工艺的选择

2.1 温度的确定

对各步反应温度的选择应充分考虑到反应速度、副反应及其体系粘度等各方面的影响。经过文献调研和实验探索, 本文确定的反应体系各步反应比较合适的温度如表1所示。

2.2 催化剂的确定

在合成聚氨酯弹性体时, 如果二月桂酸二丁基锡过量很多时, 反应加速进行, 会产生爆聚现象, 最终导致胶化报废;若只是过量有限只会加速反应的进行, 但会导致成生物的不均匀性加大。故而选择不加催化剂直接进行聚氨酯弹性体的合成。

2.3 预聚时间的确定

由于丙酮与水可任意比互溶, 不需要加入其它的增溶剂, 且对溴甲酚绿指示剂显色准确, 故采用丙酮作为溶剂溶解二正丁胺, 直接与PU分子中的-NCO反应。与传统方法对比, 本方法更为准确、简便。

-NCO与过量的二正丁胺发生化学反应, 生成二正丁胺脲基, 消耗掉体系中的异氰酸酯。多余的二正丁胺用HCl标准溶液滴定, 通过消耗的HCl标准溶液的量, 测定体系中-NCO的量。发生如下反应:

然后根据如下公式, 就可以得到样品中的-NCO的含量:

其中:V0为空白样品消耗的HCl标准溶液的体积 (m L) , V为样品消耗的HCl标准溶液的体积 (m L) , c为HCl标准溶液的浓度 (mol/L) , m为样品的质量 (g) 。

随着反应时间的增加, 预聚反应体系中-NCO的质量分数逐渐减小, 到180min也就是3h时, -NCO的质量分数基本保持不变, 证明预聚反应完全。故而选择预聚时间为180min, 也就是3h。

2.4 扩链时间的确定

IPDI- (P-E-T) 预聚物中含有活性的-NCO基团, 扩链反应中-NCO基团逐渐与扩链剂中的-OH发生反应, 故而其含量逐渐减少, 直至反应体系中-NCO基团反应完全, 在红外图谱中反应出来即为-NCO的吸收峰逐渐减弱, 直至完全消失, 因而可以通过红外光谱追踪聚氨酯弹性体的扩链反应的进度。在2250cm-1附近的-NCO的红外吸收峰随时间的增长而逐渐减弱, 直至72h时完全消失, 也就是说在扩链反应进行了72h以后, 扩链反应进行完全, 生成了聚氨酯弹性体。故而选择扩链时间为72h。

3 结语

本研究选取的固化剂为活性相对较差的异佛尔酮二异氰酸酯 (IPDI) 和环氧乙烷四氢呋喃共聚醚 (P-E-T) (Mn=4132) , 在同等条件下, TDI和四氢呋喃均聚醚 (PTMEG) 必能反应完全, 且为了比较相同的反应条件和工艺条件下不同的固化剂和软段的不同对聚氨酯弹性体的性能的影响, 所选择的体系均按照此工艺条件进行研究。

摘要：催化剂对聚氨酯弹性体合成的反应速率、最终性能甚至结构都有着重大的影响, 因而对于选择催化剂的种类以及是否使用催化剂都需要进行一定的探究。本本文主要从二异氰酸酯、多元醇、扩链剂、催化剂和合成方法等等五个方面对聚氨酯弹性体的结构和工艺进行探究。

合成氨脱硫工艺论文题目范文第4篇

合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气压缩、氨合成、冷冻工序共7个工序组成。

1.一氧化碳变换工序工艺流程说明

来自煤气化装置的粗煤气(242.25℃ 6.25MPag)进入变换原料气分离器(S04101)，分离夹带的水分，再进入煤气过滤器(S04102)，除去煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器(E04101)加热到280℃左右，后进第一变换炉(R04101)进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器(R04101)换热，在煤气换热器(E04101)中加热煤气化装置来的粗煤气，换热后的变换器进入中压废热锅炉(E04103)中，在此，副产2.6MPa(G)的中压饱和蒸汽，然后在265℃左右进入第二变换炉(R04102)。第二变换炉(R04103)出来的变换气经过中压废锅II(E04102)调温至260℃左右后进第三变换炉(R04103)继续进行反应。出第三变换炉(R04103)的变换气进低压废热锅炉(E04105)副产0.6MPa(G)的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至202℃左右，进入1#变换气分离器(S04104)分离出冷凝液后，变换气继续进入锅炉给水预热器(E04113)降温，在2#变换气分离器(S04104)分离冷凝液后进入除盐水预热器II(E04107),在5#变换分离器(S04110)中分离出冷凝液后继续进入除盐水预热器(E04114)中，此时温度降至70℃，经3#变换气分离器(S04105)后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器(E04108)，冷却至40℃后进入酸性气体脱除工序。

从1#、2#和5#分离器(S0410

3、S0410

4、S04110)出来的高温冷凝液经冷凝液闪蒸槽(S04109)汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵II(P04103A/B)加压后，直接送往煤气化装置。

一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部(冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa)，在冷凝液汽提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量小于10ppm，从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器(E04109)中用循环水冷却到40℃后进尾气分离器(S04107)，尾气分离器(S04107)分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器(S04107)的汽提尾气送火炬焚烧处理。

变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气鼓风机(B04101)加压后，经开工加热炉(F04101)加热至200-400℃后进入各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器(E04110)后进氮气分离器(S04108)，分离出液态水分后进入氮气鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有CS2贮槽(T04101)盛装CS2，做升温硫化用。

2.酸性气体脱除工序工艺流程说明

(1) H2S和CO2的吸收

从变换工序来的变换气(流量253186Nm3/h，温度40℃)，在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔C04207内洗涤到NH3<2ppm。洗氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其内喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器E04201中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物从原料气分离罐S04201中分离出后进入洗涤塔C04201，用甲醇洗涤以脱除酸性气体，当净化气中CO220ppm，总硫<0.1ppm后送往液氮洗装置。

洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液，经水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液(流量283832kg/h )。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标，中间两段为CO2初洗段和主洗段，用经段间换热器E04205，E04206换热冷却后的甲醇(入主洗段-43.92℃，入初洗段-43.30℃)在低温下吸收气体中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分成两部分，一部分送至下塔作为脱除H2S，COS等组分的洗涤液(约占50%，温度-8.74℃)，另一部分经换热器E0

4217、E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33℃左右进入闪蒸罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E0

4219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。

S04203和S04202的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气压缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分H2。

(2) H2S的浓缩

从S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，经节流减压进入C04202塔顶部，闪蒸出大部分CO2气体，其液体作为C04202和C04203塔上部的回流液，洗涤含硫甲醇解析出的H2S组分，回流液流量分配通过FV-04209调整，以确保离开C04202塔顶部产品CO2气和C04203塔顶部尾气中硫含量达标;从S04202底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208调整)和H2S浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h )，在此部分将CO2和H2S从甲醇中解析出来。

收集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制LV-04225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于C04203塔中部集液盘上，经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗涤塔段间冷却器E04206回收冷量后温度升高，进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部，甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节流膨胀进入C04203下塔中部，进一步被减压气提。

为使甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在C04203塔底部通入低压氮(12500Nm3/h)，用N2气破坏原系统内的气液平衡，降低CO2在气相中的分压，使液相中的CO2进一步向气相中释放。经C04203塔解析出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出。

(3)甲醇热再生

从C04203塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的H2S和少量CO2，经泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入热再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P04206送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而气体部分循环至C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。

经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区，热区侧用再沸器E04211提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经泵P04205抽出，在贫甲醇过滤器JF04201中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液汇合在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204，而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分离塔C04205顶部作为该塔的回流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇送至E04201前的原料气管线内。

(4)甲醇/水分离

从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热，经S04208闪蒸后进入C04205塔，参与蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压，在E04220中换热升温后进入C04205塔参与蒸馏;该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参与再生，塔底的蒸馏水经E04220回收热量后，作为废水排放(CH3OH0.01%)送至污水处理; C04205塔由再沸器E04215提供热量来维持塔的热平衡。

(5) CO2气和尾气水洗

从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器E042

21、2#甲醇冷却器E042

22、原料气冷却器E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔C04206，同时产自C04202塔的低温CO2气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送往CO2压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水(流量4800 kg/h)洗涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气(50%的左右)进C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。

3.硫回收工序工艺流程说明

来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140℃,进入H2S主燃烧炉(Z05101)，在H2S主燃烧炉(Z05101)中，酸性气和一定比例配入的氧气混合发生燃烧，并与炉内另一股酸气发生H2S的克劳斯反应。

在燃烧炉中主要反应的反应式为： H2S+1/2O2S+H2O H2S+3/2O2SO2+H2O 出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热，生成0.6MPa饱和蒸汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器升温至240℃进入一级克劳斯反应器R05101A床层进行催化转化反应，反应器内装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO23/XSX+2H2O COS+H2OH2S+CO2 CS2+2H2O2H2S+CO2 反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220℃左右进入二级反应器进行二段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO23/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至200℃左右进入三级反应器进行三段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO23/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130℃回收硫磺，冷凝后的气体进入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生中压蒸汽，尾气降温至180℃左右送往锅炉烟气脱硫系统。

来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101内，呈液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为3~6mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库内码垛贮存。外运时由人工拆垛装车。 4.气体精制工序工艺流程说明

来自酸性气体脱除工序30℃,5.31Mpa(g)的合成气，进入分子筛吸附器(Z04301A)和(Z04301B),在分子筛吸附器中，微量CO2和甲醇杂质被分子筛吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有2台，1台处于吸附状态，另一台处于再上状态(两台吸附器自动切换使用)。吸附器单元采用低压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器(E04301)中的氮气用中压蒸汽加热至约220℃，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30℃后送低温甲醇洗装置作为H2S浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至最小。在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ(E04305)中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔(C04301)。在氮洗塔(CO4301)中，气体中的Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶解吸收，从塔底排出。含有约15mol﹪N2的净化气从塔顶离开。

为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器(EO4303)Ⅰ和原料气/高压氮气冷却器(E04304)中用冷工艺物流冷却，然后进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器Ⅰ(E04304)下游的氮分成两股。一部分继续在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ(E04305)中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进入氮洗塔(C04301)。在气体混合器(M04301)中，另一部分氮作为配比氮经调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中(M04301上游合成气中H2:N2高于3:1)。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱除工序被加热，另一部分在E04303中被加热，被加热后两部分合成气合成一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中H2:N2=3:1，然后送往合成气压缩工序。

离开C04301的液体减压去氢气分离器(SO4301)进行闪蒸。闪蒸气中的H2含量约为1﹪。在换热器E04305，EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器(SO4301)分离出液体减压后，在换热器EO4305，EO4304和EO4303中换热，最后离开液氮洗工序送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器(SO4301)的液体的膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温分离。系统所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸发提供。气相从液相中分离出来后在换热器EO4305，EO4304和EO4303中加热。纯氮可以在大气中释放或者继续用于冷箱。

为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐(DO4302)和火炬气体加热器(EO4306),将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸汽加热后送火炬。

5.合成气压缩工序工艺流程说明

由氮洗单元来的约5.03MPaG,30℃，68605㎏/h的氢氮合成气，经一道带旁路的电动阀后进入合成气压缩机103-J第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26℃，186620㎏/h的循环气汇合后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG，46.8℃，255980㎏/h进入103-J出口管线送出。

103-J设置了二条防喘管线。一条是从120-C返回的来循环气在进103-J三段入口前由防喘阀PV5320控制返回二段入口;另一条是从116-C冷却器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调节。

103-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平衡三段入口与出口之间压力。

在103-J一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411，经排放管线去火炬总管。 在103-J三段出口管线上另设有经PV5330阀去124-C的小循环管线;去机组的高压工艺气密封管线;并设有PRV-103J安全阀，经排放管线去火炬总管。

另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀PV5319和PV5341;放空气送火炬。

6.氨合成工序工艺流程说明

由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽(153-D)进入合成气压缩机(103-J)，新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进出塔热交换器(121-C)来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩至15.5MPaA出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器(121-C)预热后进氨合成塔(105-D)反应。出氨合成塔反应气(温度约441度，氨含量约20%)，经高压锅炉给水预热器(123-C)回收热量后，反应气再进入合成塔进出口换热器预热进塔(121-C)。合成气再经水冷器(124-C)及组合式氨冷器(120-C)冷凝冷却至0度后，进高压氨分离器(146-D)分离冷凝的液氨，分氨后的循环气经组合式氨冷器(120-C)回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇合，重复上述循环。

高压氨分离器(146-D)分离出的液氨进入闪蒸槽(147-D)，通过减压(至1.86MPaA)闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽(149-D),闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器(160-C)冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽(120CF1-120CF2-152-D),气相排放至火炬系统。

当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。

7.冷冻工序工艺流程说明

来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压缩机(105-J)的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后，经氨冷凝器(127-C)冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽(149-D)，溶解于液氨中的惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器(160-C)冷却后排放至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量，制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵(124-J/JA)加压后送尿素装置。

各节点流量、压力、温度如下:

变 换379710 kg/h 压力6.27MPa 温度242.25/40℃ 酸脱282508 kg/h 压力5.87MPa 温度40/-61.5℃ 液氮洗16801 kg/h 压力5.31MPa 温度30/-190℃

压缩68605 kg/h

压力5.03/15.4MPa 温度30/℃

9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450℃

氨压缩机 63668 kg/h

压力2.10MPa 温度40℃

合成氨脱硫工艺论文题目范文第5篇

前言

本论文以“合成氨脱硫工段工艺及发展方向”为题展开叙述。对合成氨和脱硫工艺的发展概况进行了概述。着重详细介绍了脱硫工段的工艺流程、工艺条件、生产原理、技术指标等内容。编写本设计总的指导思想是：理论联系实际、简明易懂、经济实用。本书在编写过程中得到河北化工医药孙娜老师的指导，在此表示衷心感谢。由于编者自身的知识水平和认识水平的有限，书中错误与不妥之处，恳请读者批评指正。

目录

第一章 总 论 概 述

第二章 脱硫方法分类及其基本原理

1、脱硫方法的分类

2、干法脱硫

3、湿法脱硫

4、PDS法

5、其他脱硫方法 第三章

脱硫工艺的发展 第四章 安全操作及注意事项 第五章 三废治理及利用

第一章 脱硫方法分类及其基本原理

第一节 总 论 概 述

氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各 种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨 本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的 85%90%用于 生产各种氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。 合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态 氮，这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含 氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要 原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷冻剂。 合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、 低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是 在合成氨工业的基础上发展起来的。 所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地 位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中，脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气，无论是天然气、油田气 还是焦炉气、半水煤气都含有硫化物，这些硫化物主要是硫化氢(H2S) 、二硫化碳 (CS2) 、硫氧化碳(COS) 、硫醇(RSH)和噻吩(C4H4S)等。其中硫化氢属于无 机化合物，常称为“无机硫” 。 天然气中硫经物的含量(标准状态)一般在 0.515g/ m3 的范围内，有机硫以硫 醇为主， 在气田经过粗脱磙处理后的天然气， 硫化物的含量 (标准状态) 20100mg/ 在 m3 左右。

合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高，但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有 H2S 的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸(HSH) ， 腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中 H2S 的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时，硫化物与催 化剂活性中心结合， 就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、 失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂等。

脱硫的任务是除去原料气中的各种硫化物，同时硫是一种重要的资源，应加以回 收和利用。因此，无论原料来源如何，合成氨原料必须首先脱硫。

第二节 脱硫方法

干法脱硫

干法脱硫系指采用固体吸收剂或吸附剂以脱除硫化氢或有机硫。常见的干法脱硫有：氧化铁法、活性炭法、钴-钼加氢和氧化锌法等。由于固体脱硫剂硫容量(单位质量脱硫剂所能脱除硫的最大数量)有限，一般适用于脱低硫且反应器体积较庞大。如果原料气中硫含量较高，吸收剂使用周期短且因再生频繁，操作费用大而变的不利。

活性炭脱硫：活性炭脱除硫化氢的原理。当含有硫化氢和一定比例的氧的煤气，在氨的催化作用下，通过装有活性炭的吸附器时，硫化氢在活性炭的表面上被氧化成单体硫。其反应式为：2H2S+O2=2H2O+2S+Q.氨的作用：它的存在可以激发活性炭的表面能量，从而使硫化氢的吸附成为化学吸附，处于吸附状态并被活化的硫化氢与氧反应生成单体硫，活性炭表面的活化中心得以再生。

活性炭的再生：在吸附器内硫化氢与氧反应生成的硫被活性炭吸附，当吸附的硫量达到一定程度后，其活性表面被覆盖，以致失去活性，此时需要再生。 湿法脱硫

虽然干法脱硫净化度高，并能脱除各种有机硫化物，但硫化剂难于或不能再生，且系间歇操作，设备庞大。因此不适于用作对大量硫化物的脱除。

采用溶液吸收硫化物的脱硫方法通称为湿法脱硫。适用于含大量硫化氢气体的脱除。其优点之一是脱硫液可以再生循环使用并回收富有价值的硫磺。

湿法脱硫方法众多，可分为化学吸收法、物理吸收法和物理-化学吸收法三类。常见的有碳酸钠、氨水和醇胺溶液等吸收硫化氢的方法属化学吸收法;用冷甲醇吸收硫化氢的方法属物理吸收法。依再生方式又可分为循环法和氧化法。循环法是将吸收硫化氢后的富液在加热降压或气提条件下解吸硫化氢。氧化法是将吸收硫化氢后的富液用空气进行氧化，同时将液相中的HS氧化成单质硫。其过程示意如下：

载氧体(氧化态)+HS==载氧体(还原态)+S↓

1载氧体(还原态)+O2(空气)==载氧体(氧化态)+H2O

2上述过程是在催化剂的作用下进行的。工业上使用的催化剂有对苯二酚、蒽醌二磺酸钠(简称ADA)、萘醌、栲胶和螯合铁等。

第二章 国内常用脱硫工艺

目前的脱硫工艺主要有 ADA 法、栲胶(TV)法、PDS 法、碱液催化法、等。 1)ADA 法(蒽醌二磺酸钠法，Stretford) 该法以钒作为脱硫的基本催化剂，采用蒽醌二磺酸钠(ADA)作为 还原态钒的再生氧载体， 以碳酸盐为吸收液。 目前全世界内有近 1000 套装置在运行。该方法需要进一步改进之处有： ①悬浮液中硫颗粒小，硫回收困难; ②由于副产物的存在使化学药剂消耗量大; ③脱有机硫和氰化氢的效率差; ④有害废液处理困难，易造成二次污染; ⑤设备腐蚀严重; ⑥有细菌积累。 针对上述问题，通过向脱硫液中加入酒石酸钾(钠) ，少量 FeCl3 和 EDTA 螯合剂起阻止钒酸盐沉淀和稳定溶液的作用而形成了改良的 ADA 法(南化集团研究院) ，ADA 法正在被新的高效脱硫法所取代。 2)栲胶(TV)法 栲胶脱硫法是我国特有的脱硫技术，包括碱性栲胶脱硫(橡碗栲 胶和偏钒酸钠)和氨法栲胶。 栲胶脱硫主要是利用天然栲胶中存在的多羟基芳烃化合物所存 在的酚式及醌式结构互变， 再利用偏钒酸钠进行氧化还原来实现脱硫 的。其特点是资源丰富，价廉易得，运行费用比改良 ADA 法低，脱硫 液腐蚀性小，脱硫效果较好，基本上无硫堵塔问题，但栲胶需熟化处 理，脱硫废液存在钒污染。 3)PDS 法 PDS 是东北师范大学开发的一种新型脱硫催化剂，活性物质为双 核酞菁钴磺酸盐，同时加入助催化剂和碱性物质。该法特点是：脱硫 效率高， 只需 ppm 浓度级的催化剂即可， 无毒; 生成得单质硫颗粒大， 易分离;可脱除部分有机硫。该方法不足之处是有时脱硫效率不太稳 定，绝大部分时间需要复配其它成分一起使用。 4)碱液催化法 碱液催化法脱硫工艺过程比较简单、技术成熟、成本较低，非常 适合较小规模合成氨厂的煤气脱硫。

湿式氧化法脱硫技术是国内化工行业广泛使用的脱硫方法之一，故名思义它是用稀碱液吸收气相中的H2S，在吸收H2S的液相中由于氧化催化剂的作用，将H2S氧化为元素硫并分离回收。因此该技术包括H2S吸收，氧化和硫回收。

脱硫工艺流程

1、气体流程 半水煤气从造气车间出来后，经过洗涤塔除尘、降温，水封后，从脱硫塔的底部 进入塔内，脱硫液从塔顶喷淋而下，水煤气与碱性栲胶溶液在塔内逆向接触，其中的 大部分硫化氢气体被溶液吸收，脱硫后的气体从塔顶出来至气柜。

2、溶液流程 从脱硫塔顶喷淋下来的溶液，吸收硫化氢后，称为富液，经脱硫塔液封槽引出至 富液槽(又称缓冲槽) 。在富液槽内未被氧化的硫氢化钠被进一步氧化，并析出单质 硫，此时，溶液中吸收的硫以单质悬浮状态存在。出富液槽的溶液用再生泵加压后， 打入再生槽顶部，经喷射器高速喷射进入再生槽，同时吸入足够的空气，以达到氧化 栲胶和浮选硫膏之目的。再生后的溶液称为贫液，贫液经液位调节器进入贫液槽，出 贫液槽的贫液用脱硫泵打入脱硫塔顶部，经喷头在塔内喷淋，溶液循环使用。再生槽 浮选出的单质硫呈泡沫悬浮于液面上，溢流至硫泡沫槽内，上部清液回贫液槽循环使 用，沉淀出的硫膏入熔硫釜生成副产品硫磺。

3 硫磺回收流程 再生槽中溢出的硫泡沫经泡沫槽后在离心机分离，得到硫膏，硫膏放入熔硫釜， 用夹套蒸汽加热精制，放出做成 98%纯度的硫磺锭，离心分离出的母液至富液槽回系 统中使用。

第三章 国内脱硫新工艺介绍 第四章 脱硫工艺的发展方向

合成氨脱硫工艺论文题目范文第6篇

1.合成氨的工艺流程

(1)原料气制备 将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气;渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气;对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

(2)净化 对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。

① 一氧化碳变换过程

在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反应如下：

CO+H2OH2+CO2 =-41.2kJ/mol 0298HΔ

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2;第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

② 脱硫脱碳过程

各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。

粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO

2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。

一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。 4 ③ 气体精制过程

经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

CO+3H2CH4+H2O =-206.2kJ/mol 0298HΔ

CO2+4H2CH4+2H2O =-165.1kJ/mol 0298HΔ

(3)氨合成 将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

N2+3H22NH3(g) =-92.4kJ/mol 2.合成氨的催化机理

热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成NH、NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。上述反应途径可简单地表示为：

xFe + N2FexN FexN +〔H〕吸FexNH FexNH +〔H〕吸FexNH2 FexNH2 +〔H〕吸FexNH3xFe+NH3 在无催化剂时，氨的合成反应的活化能很高，大约335 kJ/mol。加入铁催化剂后，反应以生成氮化物和氮氢化物两个阶段进行。第一阶段的反应活化能为126 kJ/mol～167 kJ/mol，第二阶段的反应活化能为13 kJ/mol。由于反应途径的改变(生成不稳定的中间化合物)，降低了反应的活化能，因而反应速率加快了。

3.催化剂的中毒

催化剂的催化能力一般称为催化活性。有人认为：由于催化剂在反应前后的化学性质和质量不变，一旦制成一批催化剂之后，便可以永远使用下去。实际上许多催化剂在使用过程中，其活性从小到大，逐渐达到正常水平，这就是催化剂的成熟期。接着，催化剂活性在一段时间里保持稳定，然后再下降，一直到衰老而不能再使用。活性保持稳定的时间即为催化剂的寿命，其长短因催化剂的制备方法和使用条件而异。

催化剂在稳定活性期间，往往因接触少量的杂质而使活性明显下降甚至被破坏，这种现象称为催化剂的中毒。一般认为是由于催化剂表面的活性中心被杂质占据而引起中毒。中毒分为暂时性中毒和永久性中毒两种。例如，对于合成氨反应中的铁催化剂，O

2、CO、CO2和水蒸气等都能使催化剂中毒。但利用纯净的氢、氮混合气体通过中毒的催化剂时，催化剂的活性又能恢复，因此这种中毒是暂时性中毒。相反，含P、S、As的化合物则可使铁催化剂永久性中毒。催化剂中毒后，往往完全失去活性，这时即使再用纯净的氢、氮混合气体处理，活性也很难恢复。催化剂中毒会严重影响生产的正常进行。工业上为了防止催化剂中毒，要把反应物原料加以净化，以除去毒物，这样就要增加设备，提高成本。因此，研制具有较强抗毒能力的新型催化剂，是一个重要的课题。

4.我国合成氨工业的发展情况

解放前我国只有两家规模不大的合成氨厂，解放后合成氨工业有了迅速发展。1949年全国氮肥产量仅0.6万吨，而1982年达到1021.9万吨，成为世界上产量最高的国家之一。

近几年来，我国引进了一批年产30万吨氮肥的大型化肥厂设备。我国自行设计和建造的上海吴泾化工厂也是年产30万吨氮肥的大型化肥厂。这些化肥厂以天然气、石油、炼油气等为原料，生产中能量损耗低、产量高，技术和设备都很先进。

5.化学模拟生物固氮的研究

目前，化学模拟生物固氮的重要研究课题之一，是固氮酶活性中心结构的研究。固氮酶由铁蛋白和钼铁蛋白这两种含过渡金属的蛋白质组合而成。铁蛋白主要起着电子传递输送的作用，而含二个钼原子和二三十个铁和硫原子的钼铁蛋白是络合N2或其他反应物(底物)分子，并进行反应的活性中心所在之处。关于活性中心的结构有多种看法，目前尚无定论。从各种底物结合物活化和还原加氢试验来看，含双钼核的活性中心较为合理。我国有两个研究组于19731974年间，不约而同地提出了含钼铁的三核、四核活性中心模型，能较好地解释固氮酶的一系列性能，但其结构细节还有待根据新的实验结果精确化。

国际上有关的研究成果认为，温和条件下的固氮作用一般包含以下三个环节：

①络合过程。它是用某些过渡金属的有机络合物去络合N2，使它的化学键削弱;②还原过程。它是用化学还原剂或其他还原方法输送电子给被络合的N2，来拆开N2中的NN键;③加氢过程。它是提供H+来和负价的N结合，生成NH3。

目前，化学模拟生物固氮工作的一个主要困难是，N2络合了但基本上没有活化，或络合活化了，但活化得很不够。所以，稳定的双氮基络合物一般在温和条件下通过化学还原剂的作用只能析出N2，从不稳定的双氮络合物还原制出的NH3的量相当微少。因此迫切需要从理论上深入分析，以便找出突破的途径。

固氮酶的生物化学和化学模拟工作已取得一定的进展，这必将有力地推动络合催化的研究，特别是对寻找催化效率高的合成氨催化剂，将是一个有力的促进。[编辑本段]生产方法

生产合成氨的主要原料有天然气、石脑油、重质油和煤(或焦炭)等。

①天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1%～0.3%(体积)，经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯净气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨生产流程与此流程相似。

②重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油，可用部分氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸气转化法简单，但需要有空气分离装置。空气分离装置制得的氧用于重质油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。

③煤(焦炭)制氨。随着石油化工和天然气化工的发展，以煤(焦炭)为原料制取氨的方式在世界上已很少采用，但随着能源格局的变化，现在煤制氨又被重视起来，外国主要是粉煤气化技术发展很快，国内则转向型煤制气技术已非常成熟。

用途 氨主要用于制造氮肥和复合肥料，氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12%。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料。液氨常用作制冷剂。