1.8MPa的变换气首先进入塔底部与水在塔内逆流接触，洗去变换气中的大部分油污并将气体温度降低，同时还可以降低水蒸汽含量。然后气体出来进入分离器，与塔顶喷淋下来的碳酸丙烯酯溶液逆流接触，将二氧化碳脱至所需要求。净化气进去洗涤塔底部，与自上而下的稀液（或脱盐水）逆流接触，目的是将碳酸丙烯酯液滴与蒸气洗涤下来。 （2）解吸气体回收流程
由吸收塔出来的二氧化碳经过解吸塔与解吸塔中的溶液逆流接触，目的是使接触更充分，可以充分将二氧化碳解析出来，另外，根据温度对解析的影响可知，温度越低越有利于解吸的进行，所以要对溶液进行降温处理。解析出来的二氧化碳，一部分用于合成化肥，另一部分用作日常消费品，例如干冰等。
此时，贫碳酸丙烯酯溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由塔底排出的液体称为富液。富液进入闪蒸槽，与从闪蒸槽出来的碳酸丙烯酯液一部分进入过滤器，二者混合过后进入常解-汽提塔的常解段，由泵加压后经碳酸丙烯酯溶液冷却器降温，进入二氧化碳吸收塔，从而完成了碳酸丙烯酯溶液的整个解吸过程。流程图如图3.1[15]
图3.1 两段吸收两段再生流程
3.2.2 本设计工艺流程的确定
通过以上的比较，本设计选“两段吸收两段再生”流程。下面简单介绍一下该流程及问题[9]。 碳酸丙烯酯法脱除CO2的工艺流程很多，基本都是分段吸收分段再生的。这种流程有哪些优点呢？第一在吸收塔中吸收二氧化碳要有足够的推动力，由于该反应装置放热所以可以利用此热量来保证所需推动力。第二二氧化碳和pc溶液的反应速率与温度有关，工艺中温度较高有利于反应向正方向进行，因此可以将气体的大部分二氧化碳吸收和回收再利用。总的来说：此装置既加快了吸收二氧化碳的反应速度，又降低了溶液表面的二氧化碳平衡分压。对于能量的综合利用也比较充分，所以目前他能流行。
综合分析PC法脱碳各厂的使用情况，最具代表性的问题有： （1）溶剂损耗高。造成这一问题原因有三个因素： a.PC溶剂所需要的蒸汽压较高，热量较大；
b.PC溶剂气相回收系统有待完善，操作管理水平低的影响。
（2）净化气中CO2含量容易过高，吨位耗电量高。此时通过每小时测量的二氧化碳含量知道的，那么就要想尽办法降低二氧化碳含量，多数是通过控制PC装置来增加吸收时间。
目前，碳丙脱碳技术已提高到一个新的阶段，工业应用的或即将应用的最有吸引力的进展都符合现在低碳循环经济的要求。
当今世界基本大趋势是需要更高的氨，所以对氨的技术要求和工艺要求越来越严格。所以我所做的课题是通过多脱碳工艺的研究，来尽量使丙烯酯法脱碳工艺所用成本更少，得到效益更高，更充分合理利用，力求做到污染更小更环保。
3.2.3 本设计工艺流程简述
首先本工艺设计是年产12万吨的合成氨的设计，所选用的是 10分米的煤将水蒸气变换成半水煤气，然后中含二氧化碳28%变换气进入吸收塔中，吸收塔的温度125℃压力是1.8MPa。我所选用的是pc溶液吸收，吸收后进入冷凝器，降低气体出塔温度，再是气体进入分离器，将气体分离，回收二氧化碳，用于碳肥等物质利用。最后是出塔净化气温度约80℃ CO2含量低于1%。
（1）流程图如图3.2[16] 热水塔来的变换气
图3.2 变换气净化流程
（2）流程概述
首先上一造气与变换工段的原料气从上一工段出来后进入水洗塔中，水洗的作用是降低温度，去除部分杂质，从底端出来的气体进入吸收塔与从再生塔下来的溶液进行热交换升温后进入分离器，目的是分离其中冷凝水，同时，1.8Mpa，温度降至125℃左右的变换气进入CO2吸收塔下部，经吸收塔吸收后是原料气得到充分净化，得到净化的气体从顶塔出来，经冷却器和分离器，被循环水冷却至40℃以下并分类出冷凝水，净化气中CO2含量控制在不大于1.0%，送往压缩工段。
再生气流程： （1）流程图如图3.3
图3.3 再生气流程
（2）流程概述
从吸收塔出来的富液，进入再生塔再生，通过解析溶剂和温度压强的变化使CO2从流体中解吸此过程需要温度的改变，因为温度低压强高有利于解析进行。解吸出来的CO2首先进入再生塔经过顶部除沫层后，经过除沫层与三层罩板上喷淋而下的流体接触，这一过程的目的是使CO2更充分除净。CO2出塔的温度为98℃，经过再生气冷却系统后为40℃左右，再经过CO2分离器分离出冷凝液，送往其他车间，例如加工碳肥或干冰的工段[17]。
（2）冷凝水系统设计作用
冷凝水装备的设计对整个设计有非常大的影响，所以冷凝水装置的合理利用不仅可以降低能耗，减少运行的成本还可以环保减少热能的损失合理利用能源。另外还可以减少气蚀，起到保护管路的作用。
（1）流程图如图3.4
图3.4 循环水冷却水流程
3.3 脱碳工段主要设备的选择
脱碳工段的主要设备是吸收塔，他的结构可以分为板式塔、鼓泡吸收塔、搅拌鼓泡吸收和塔文氏管、喷雾塔，填料吸收塔以及降膜吸收塔两种。本文用填料吸收塔。它由外壳、填料、填料支承板、液体分布器、气体和液体进出口接管等部件组成，塔外壳多采用金属材料，常用的填料有不锈钢金属、鲍尔环和陶瓷制的马鞍形填料。由于pc溶液能对陶瓷的原料二氧化硅有侵蚀作用因而一定要选择优质的陶瓷做填料。考虑各方面因素和经济核算考虑采用金属鲍尔环填料。
4 工艺计算
4.1 工艺过程
设计任务：合成12万吨氨
（1）要求出塔净化气中CO2的浓度不超过1%； （2）各项进入塔内温度为170℃； （3）操作压强为1.8MPa；
（4）变换气的含量每吨为4278Nm,基准为15.0t/h 4.1.1计算过程如下
V1=4.278km3/h
V3=18660Nm3/h=1.244km3/h
V2= 4.278--1.244=3.304km3/h L0=0.2/22.4×44×1134=445.5kg/h
进入塔中气体的总质量流量：307+35300=35607kg/h
从塔中出来气体的质量流量计算后得：V2=30776.25÷22.4×10.99=15099kg/h 经过计算知道碳酸丙稀酯溶液对二氧化碳的吸附量为：25.656。 4.2工艺条件
4.2.1对工艺中变换器再沸器的设计
首先通过参考文献和实际经验的考虑我选取进口变换气的温度为170℃，选取操作过程中压力为1.8MPa，出口变换气的温度为125℃，选取的压力为1.8MPa；选取的温度和压强符合各项标准 在化工手册上查到170℃饱和水蒸汽压为0.792MPa，125℃饱和水蒸汽压为0.232MPa[5]。
通过计算知变换气含量在170度为=0.437kg变换气含量在125度为=0.092kg 4.2.2对工艺中变换器分离器的设计
首先通过参考文献和实际经验的考虑我选取进口变换气的温度为170℃，选取操作过程中压力为1.8MPa，出口变换气的温度为125℃，选取的压力为1.8MPa，流量为4.278km3/h。所选气体的变换器为了符合产量要求达到含湿量0.437kg。我所设计的出口变换气中干气流量为4.278km3/h，设计的含湿量0.092kg蒸汽/m3选取的温度和压强符合各项标准。
同样在化工手册上查到170℃饱和水蒸汽压为0.792MPa，125℃饱和水蒸汽压为0.232MPa[18]。 4.2.3 对二氧化碳吸收塔的设计
（1）我所选取的设计条件为原料气进塔温度为125℃，同时出塔气温度为80℃，从塔底出来的富液温度为120℃。
（2）为了达到工艺上所要求的标准选取从塔中出来气体量为4.278km3/h，水蒸气的量为0.4852km3/h
5 主要设备的计算与选型
5.1 二氧化碳吸收塔 5.1.1 吸收塔
在合成氨的设计中最主要的一部分就是吸收塔的选择与设计，在我大四的实习过程中对龙港化工做了多方面的了解学习和应用，最主要的部分是计算。在长达两个月的学习中我对比了实际生产中的选用方法和计算方法，经过咨询资深工程师赵健主任和指导老师，我选用的是用改良的碳丙酸稀酯溶液，现在我们开始计算。首先选取理论状态和操作状态，压力为1.8MPa ，温度为125℃。通过计算知贫液流量为 297.75km3/h，半贫液为887.25km3/h，进入塔中的湿气流量为71.55km3/h[19]。
5.1.2 塔径的计算
气体密度为 0.85kg/m3
所要计算的流速为 WV=ρGV
=0.85×77.15×103 =65.10×103kg/h
所要计算的液体为 WL=ρLL
=1205×（297.75+887.25）
=1404.13×103kg/h
在计算是我们所用的是化工书上的Eckert通用关联图来计算得到各个所需要的值 （WL/WV）（ρG/ρL）0.5=0.495
通过上一步的计算来解出下一步
u2φψ/g（ρG/ρL）μL0.2=0.079
ψ=ρ水/ρL=951.0/1205=0.8614
则吸收液粘度： logμ=-0.822+185.5/（T-153.1） T—为热力学温度，K。
μL=7.517MPa·s 通过计算知液泛气速 μF=2.48m/s
操作气速 u=0.8uF[15]=0.8×2.48=1.984m/s 在本文设计中用到的上段填料塔中有关塔径的计算如下
在塔径计算中要用到的东西有流量：Vs1=3.52×15×103/3600=14.66m3/s
根据有关计算塔径的方法知塔径与流量成正比，与气速成反比，所以根据有关文献得到 D1 =[4×14.66/（3.14×1.984）]0.5
=3069mm
根据有关要求所求出的半径要通过圆的整改故取圆的半径为3700mm
我们在设计中每一个数据有设计本身自己的要求所以对每一个数据在算出后都要对其从新校核目的是使每一个数据都真实有工艺计算的价值，所以现在来对泛点率进行校核当所计算的内容符合允许范围时就说明我们所设计的东西是合理的。
u1 =Vs1/（0.785D12）=14.66/（0.785×3.12）=1.94m/s u1/uF=1.94/2.48×100%=78.6%
对填料塔规格进行计算看看所设计的填料塔塔径是否符合鲍尔环的塔径的要求，当我们所设计的塔径与公称直径的比大于8时就符合鲍尔环的要求。当所求的填料塔塔径小于8时就不符合设计要求。当我们所设计的数据不符合填料要求时，我们就要改变填料来满足工艺上的要求[19]。
D1/d0=3100/50=62>8
通过计算知道我们所设计符合要求，所以我们可以选择鲍尔环填料。
液体喷淋密度在填料塔的设计中也是至关重要的，因为只有在最合适的喷淋密度下才能使液体与气体最充分接触，才能达到最好的效果。只有接触表面积大，接触时间长所吸收的二氧化碳才会更干净。u1=Ls1/（0.785D12）=297.75/（0.785×3.12）=50.18>9所以根据参考文献[20]知填料塔上段塔径在所要求的范围内并且合理。
同理根据同样的办法计算得出下段塔径也合理。 5.1.3 填料层高度的计算
在对填料层高度的计算时根据所设计塔的实际情况和参照龙岗化工的实际生产要求知道，所选取的温度为125度压力为1.8MPa 。分别计算贫液流量富液流量和湿气流量。 查阅文献[21]知：采用钢制鲍尔环乱堆填料，通过计算得出所要求的高度为
H=HOGNOG
36090/71550=11.50×200×2.6682/（H1×209×3.12） H1≈18m
同样根据计算得出下段塔的高度为H2=12m 所以整个塔的总填料高度为H=18+12=30m。
5.1.4 确定塔各部分的附属高度
塔的内部不仅有填料还有各种器件，如压板，算子等，所以在计算塔高时要充分考虑各部分的作用来确定各部分高度，如塔的上部要有足够的空间留给缓冲所以预留空间为1.2m[18]，通过参考各种文献和查阅各种论文知液体分布器可取1.0米，再分布器也取为1.0m[13]。液体在进入塔底时由于滞后和各种原因要在底部停留一段时间如果我们按3min考虑，则塔釜所占空间高度为3m。故，塔的附属高度为5.2m[22]。
5.1.5 选取合适的液体分布器
液体分布器有各式各样的，根据样式作用用途等等可以有无数种选择，我通过实际选取和依据在实习过程中的经验选取槽式液体分布器。选取这种分布器的好处是可以增大喷淋表面积，使液体与气体最大限度的接触，增加反应的时间，提高反应速率。
那么该如何选取呢？那要看塔径的大小了，因为塔径的变化就会引起液点数的变化。当直径大于1200mm，通过查文献之按Eckert建议值，当直径>1200mm时，喷淋点密度查参考文献并计算为n1为1000点 ，n2为1100点。
5.1.6 填料层压降计算
在我们所做的设计中必须要保证生产工艺的安全，所以每一项工作都要考虑，而对于填料塔的设计中最应该考虑到的一个问题就是压降的计算。原因是填料塔是在高压作用下工作，如果我们所设计的塔不能承受相应的压力，那么他就不能完成所要求的任务，以此我们必须知道并计算出压降。一般的设计书中计算压降的方法为应用埃克特泛点和压降的通用关联式
（WL/WV）（ρG/ρL）0.5=0.329 u2φPψ/g（ρG/ρL）μL 0.2 =0.029
查埃克特泛点和压降的通用关联式可得[21]：
△P/Z=300Pa/m
则上塔填料层压降为：
△P=300×20=6000Pa （WL/WV）（ρG/ρL）0.5=0.329 u2φPψ/g（ρG/ρL）μL0.2 =0.024
查埃克特泛点和压降的通用关联式可得[21]：
△P/Z=20×9.81=175Pa/m
则下塔填料层压降为：