变压吸附制二氧化碳装置

变压吸附制二氧化碳装置
技术方案及报价书
报价单位：四川同盛科技有限责任公司
联系人：马文君
四川自贡鸿福水泥有限公司CO2 气体回收技术方案
第一部分公司简介
1.4 四川同盛科技有限责任公司变压吸附技术的特点：
变压吸附（PSA）技术是近 30 多年来发展起来的一项新型气体分离与净化技术。

其技术核心由工艺流程、吸附剂、吸附塔、程控阀门、控制技术等方面组成。

在工艺流程上，四川同盛科技有限责任公司开发的多塔(5～20 塔)流程都具有因地制宜从实际出发的特点，可根据原料气组成、压力、产品质量、装置规模的不同有机地将 TSA、PSA、VPSA、多段 PSA技术结合在一起，为用户提供最合理、最经济的工艺解决方案；
在吸附剂研究上，同盛科技对国内外主要吸附剂生产厂家生产的吸附剂进行了大量的试验评选，筛选出了多种性能优良、价格适中的工业吸附剂。

在吸附塔上，四川同盛科技有限责任公司开发了气体分布效果更好、床层死空间更小的新型结构吸附塔。

在控制系统上，同盛科技开发“变压吸附专家系统”软件包可实现多塔连续自动切塔与恢复操作、变压吸附压力自适应调节、装置参数自动优化、系统安全联锁等功能，达到了国外先进水平。

第二部分工艺技术方案的选择及推荐意见
1.0 工艺技术方案的选
提纯 CO2 的方法有多种，大致可以分为化学吸收法、物理吸收法和物理吸附法三类为了达到经济合理的建设原则，本方案选择了化学吸收法的 MEA 法（方案一）和物理吸附法的 PSA 法（方案二）作为比较，为询价方最终决策提供依据。

1.1 方案一，新型 MEA 化学吸收法
化学吸收法是利用 CO2 为酸性气体可以与碱性物质反应的原理进行吸收分离。

常用的碱性吸收剂有：碱金属碳酸盐水溶液，乙醇胺水溶液等。

其中碳酸钠溶液吸收法具有工艺技术成熟、设备简单和投资少的特点，国内不少以石灰窑气为气源的工厂
采用此法生产商品 CO2 ，但该法的主要缺点是生产率低。

因此，本方案采用目前先进的 MEA 法作为技术方案。

1.2 物理法
物理法可分为物理溶剂吸收法、薄膜渗透法、低温蒸馏法、吸附分离法等多种技术方法。

1.2.1 物理溶剂吸收法
物理溶剂吸收法具有与化学吸收法相似的特点，利用液体吸收剂对 CO2 的溶解度
与其它气体组份不同而进行分离。

常用的溶剂有水（高压水洗法）、甲醇（低温甲醇洗法）、碳酸丙烯酯（碳丙法）等，物理溶剂吸收法要求在较高压力下进行。

能耗很高，不予比较推荐。

1.2.2 低温蒸馏法
低温蒸馏法利用 N2、O2 及 CH4 等组分和 CO2 组份间沸点的差异，以蒸馏方法将 CO2 分离出来，主要应用于一些富含 CO2 的气田回收
CO2，供二次采油用。

不予比较推荐。

1.2.3 膜分离法
膜分离法是以各种气体在薄膜材料中的渗透率不同来实现分离的方法，用于 CO2分离的膜分离器有中空纤维管束和螺旋卷板式两种，目前该法必须与其它分离工艺结合使用。

不予比较推荐。

1.3 方案二，PSA 吸附分离法
吸附分离法则是利用吸附剂的平衡吸附量随组份分压或体系温度变化而不同的特性行分离操作的，纯属简单的吸附－－解吸物理过程，具有工艺简单、无毒、无污染（不
污染环境和气源本身）的特点，同时也不存在吸收法所要求的溶剂配制和溶剂损耗等问题。

因此作为方案二，予以比较。

2.0 推荐意见
2.1 比较一览表：具体内容详见第三、四部分。

比较结果
1 装置总投资万元2210.23 2798.23 方案一好，投资少588.0 万元
2 装置占地面积M2 1800 3000 方案一好，占地少1200m2
3 1000Nm3 纯干CO2 计成本元386.1 175 方案二好，1000m3 CO2 成本少
211 元
4 1 年运行总成本万元2471 1120 方案二好，每年节省成本1351 万元
2.2 推荐意见：
两个方案优劣一目了然，推荐采用 PSA 吸附分离法。

第三部分
方案一新型 MEA 法水泥窑尾气提纯工业 CO2 气体装置技术方案及投资估算
1.0 装置概况
第一节 MEA 法技术方案
文中所述压力除特别注明外，全部为表压
1.1 目的：提供变压吸附法回收 CO2 装置
1.2 原料气组成：(v %)
组分CO2 CO O2 H20 N2 N0X Σ
V% 21.2 0.2 9.4 4.6 64.6 477mg/m3 100
1.3 原料气压力：常压 MPa(表压，以下同)。

1.4 原料气温度：124℃
1.5 原料气流量：42000 Nm3/h，询价方可提供流量：128911Nm3/h 。

1.6 产品气组成CO2 纯度：CO2≥99~99.5%（气态，V％）
产品 CO2 气中对氮氧化物含量不作要求。

1.7 产品气输出流量：8000 Nm3/h（8000 Nm3/h 100％CO2）
1.8 产品气输出压力5～10KPa
1.9 废气：废气输出压力 10KPa，流量：3138
2.4 Nm3/h，可作为反吹气体。

2.0 新型 MEA 技术化学反应机理
2.1 一乙醇胺（MEA）产品介绍别名：2-羟基乙胺，2-氨基乙醇
英文名：Monoethanolamine 分子式：H2NCH2CH2OH 分子量：61.08（按 1979 国际原子量表）理化性质：
常温下为无色、粘性液体，有氨味，溶于水，呈强碱性。

能与水、乙醇相混溶。

腐蚀铜、铜化合物和橡胶。

液体和蒸汽腐蚀皮肤和眼睛。

可与多种酸反应生成酯、胺盐。

沸点 170℃，熔点 10.5℃。

技术指标：
细节剂量单位标准限度
含量% 99．0min
水分% 0．50max
色度Hazen 15max
用途：用于制药工业中合成杀菌剂，止泻剂：纺织工业中的荧光增白剂；染化工业中合成高级染料；橡胶工业和油墨工业中的中和剂；也用于表面活性剂剂、防锈剂、清洗剂、防腐剂、油漆制造、有机合成原料和酸性气体吸收剂。

包装：195kg/桶
2.2 化学反应机理
由本公司开发的新型 MEA 低分压 CO2 提纯技术，采用 MEA 为主体，配入一定量的活性胺 ACA 组成复合胺水溶液吸收剂。

复合胺水溶液吸收 CO2 的效果较纯 MEA 效果好，与 CO2 反应生成碳酸盐化合物，
加热就可以使 CO2 分解出来。

但 MEA 碱性较强，能与 CO2 进一步生成比较稳定的氨基甲酸盐。

由一乙醇胺的结构式可知，每个一乙醇胺分子有一个羟基和一个胺基，通常认为
羟基可降低化合物蒸气压，并增加在水溶液中的溶解度，而胺基则在水溶液中提供了所需的碱度，促使对酸性气体的吸收。

一乙醇胺水溶液吸收石灰窑气中 CO2 所发生的主要反应这些反应均为可逆反应，其平衡与溶液的温度及CO2 分压有关。

从化学反应计量关系可知道 MEA 的最大吸收容量为 0.5mol CO2/mol MEA，同时形成稳定的氨基甲酸盐，在解吸过程中需要较多的能量才能分解，导致解吸能耗较大。

氨基甲酸盐对设备的腐蚀性较强，又能形成水垢。

因而，一般采用 10-12%的水溶液来回收 CO2，其酸性负荷约 0.3-0.4mol CO2/molMEA。

MEA 低分压 CO2 回收新技术选用了一种活性胺，形成了以 MEA 为主体的复合胺。

活性胺与 CO2 的反应机理与 MEA 不同。

该活性胺与 CO2 反应不形成稳定的氨基甲酸盐，其最大吸收容量为 1 mol CO2/mol aMEA 胺。

总反应方程式为：
CO2 + R2NH + H2O R2NH2+ + HCO3¯ (7)
MEA 在回收 CO2 过程中，易与O2、CO2、硫化物、硝化物等发生化学降解，也易发生热降解，尤其与石灰窑气中 O2 的氧化降解居于首位。

MEA 与 O2 的降解产物主要
有氨基甲醛、氨基乙酸、羟基乙酸、乙醛酸、草酸等，与 CO2 的降解产生物主要有恶唑
炳酮类，1—（2—羟乙基）—咪唑啉酮和 N—（2—羟乙基）—乙二胺等。

MEA 降解问题一直是 MEA 法存在的难以解决的技术难题。

MEA 降解产物的形成一方面促进胺损耗，另一方面加剧设备的腐蚀以及引起溶液发泡等问题，造成生产不稳定。

另外，MEA 的降解与设备腐蚀相互促进，致使降解反应发展到一定程度时，则无法用蒸馏回收来控制，此时只有停车更换溶液，给厂方造成巨大的经济损失及环境污染。

针对 MEA 易与 O2、CO2 等发生降
解反应的特性，IST-R aMEA 低分压 CO2 回收新技术选用了一套复合防腐剂，发现了一种胺抗氧化剂，很好地解决了设备腐蚀及胺降解等问题。

2HOCH2CH2NH2+CO2+H2O→(HOCH2CH2NH3)2CO3 (1)
(HOCH2CH2NH3)2CO3+ CO2+H2O→2HOCH2CH2NH3HCO3 (2)
2HOCH2CH2NH2+ CO2→HOCH2CH2NHCOONH3CH2OH (3)
3.0 流程框图
3.1 装置流程框图
3.2 物料衡算：装置产品 CO2 回收率 90％
气流名称
单组分合计
位 CO2 N2 CO O2 H2O
原料气1
v% 21.2 64.6 0.2 9.4 4.6 100.0
(湿基) Nm3/h 8904.0 27132 84.0 3948.0 1932.0 42000.0
v% 99.0 0.8 0.0 0.2 0.0 100.0
2 产品 CO2 气
3 废气
Nm3/h 8013.6 67.8 0.0 13.8 0.0 8095.2
v% 2.63 79.82 0.25 11.60 5.70 100.0
Nm3/h 890.4 27064.2 84.0 3934.2 1932.0 33904.8
4.0 流程叙述与流程特点
4.1 生产主流程叙述
原料气进入到 CO2 吸收塔吸收 CO2，吸收 CO2 后的富液由吸收塔底引出，经富液泵加压后送入 CO2冷凝器回收再生热量，富液初步升温后进入贫液换热器，与从再生塔底部出来的贫液换热，温度再次上升后进入再生塔上部进行再生反应。

再生所需热量由
蒸汽再沸器提供，再生塔顶出来的再生气经 CO2 富液的换热器及 CO2 冷却器水冷降温分离水份后为 99.0%产品 CO2，送出界区。

4.2 全流程叙述
ò将用户提供的约 0.001MPa,150℃的石灰窑气作为原料气，进入本装置。

ò首先将原料气通过洗涤塔水洗进行降温、除尘、部分脱除氮氧化物及硫，将原料气温度降至 40℃，再通过鼓风机加压至~0.015Pa 压力下进入吸收塔。

ò水洗后的原料气进入吸收塔后，原料气中的 CO2 组份与从塔顶喷淋而下吸收液
MEA(一乙醇胺) 逆流接触，发生反应，石灰窑气中的 CO2 被MEA 溶液吸收，形成固定的化合物，这种化合物具有很大的蒸汽压。

ò未被吸收的气体作为废气从吸收塔上部排出，这部分尾气在塔顶经洗涤冷却至≤45℃，再经塔顶高效除沫器除掉夹带的 MEA 后排入大气。

该洗涤液经换热器冷却后返回洗涤液贮槽，再用洗涤液泵加压再次进入吸收塔洗涤段循环洗涤，采用新鲜软水补充量控制洗涤及吸收塔液位和水平衡。

ò对吸收塔吸收 CO2 过程而言，如果压力高则气相中 CO2 分压增大，吸收的推动力
就增大，故高压有利于吸收，相反，如吸收压力低，则吸收推动力减少，不利于吸收；在石灰窑气回收 CO2 装置中，由于石灰窑气中 CO2 含量仅为7~10%，压力提高虽可以减少吸收塔的直径，但电耗会相应增加，若压力过低，则为了使气体能克服设备阻力降，则需较低的空塔速度，导致吸收塔直径增加，综合以上各方面因素，一般情况下选择压力为0.008~0.01MPa。

ò在吸收塔吸收过程中，MEA 液不可能完全进行反应，部分未反应 MEA 溶液，会从
吸收塔顶部随排放气体带走，为了降低产品生产成本，在吸收塔顶部专门设计了洗涤回收循环系统，对排放的气体进行再次洗涤，以达到降低 MEA液损耗的目的；当循环液中的 MEA 液浓度达到 1%时，向吸收－再生系统排入，减少的循环液用脱盐水进行补充。

ò由于 MEA 对酸性气体，如 CO2、SO2、SO3、H2S 具有较高的溶解度和吸收速率，
对低分压酸性气体的脱除特别有效，根据典型石灰窑气的组成，其硫化物主要由 SO2 组成，在水洗降温过程中，大部分 SO2 被脱除，SO2在水中的溶解度能达到 95%。

ò一乙醇胺是无色具有氨样气味的粘稠液体，能以任何比例溶于水，能溶于大多数含氧有机溶剂，但不溶于烃类。

ò虽然上述反应都生成了固定的化合物，但在正常情况下，它们具有相当大的蒸汽压，
平衡溶液的组成将随溶液面上酸性气体分压而变化，由于这些化合物的蒸汽压随温度升高迅速升高，因此加热便能使被吸收的气体从溶液中蒸发。

ò从原则上讲，吸收液浓度可任意选择，但在实际生产过程中需根据腐蚀性、能耗、活性组份消耗等诸多因素来确定适当的浓度，一般情况下为15~20%，有时也可采用低达 10%或高达 28%浓度的吸收液，本工艺方案综合各种装置实际运行数据，把吸收液浓度控制在
15~20%范围内操作较佳。

ò经吸收塔吸收 CO2 达到平衡的 MEA 溶液，我们称为富液。

富液自塔底由富－液泵抽出，加压后依次经 II级贫－富液换热器，再生气冷凝器，I 级贫富液换热器，最终加热至98℃，经再生塔顶部液体分布装置喷淋入塔。

ò在再生塔内溶液中HOCH2NH3H3CO3、[HOCH2CH2NH4]2CO3、
HOCH2CH2NHCOONH3CH2OH 等固定化合物在 98℃温度下，分解释放出 CO2。

CO2 随同大量
的水蒸汽及少量 MEA 蒸气由塔顶引出，温度约为 98℃，压力约为0.025MPa；进入再生气冷却器与富液进行热交换后，再生气冷凝器的气体温度降至约 75℃，大量水蒸气被冷凝，凝液与气体再一同进入二级冷却器冷却至 40℃，然后去 CO2 分离器。

ò在 CO2 分离器内，气体夹带的凝液被分离，CO2 送后工序，凝液返回地下槽，再经回流泵重新送入系统。

ò对气液分离后的 CO2，进行精脱硫后再作为合格产品 CO2 输出，如果用户对硫化物要求不高，可以不进行精脱硫。

ò对吸收塔而言，温度低，一方面 MEA 液碱性强，有利于化学吸收反应，同时贫液
中酸性气体平衡分压低，有利于气体吸收，另一方面温度低降低了离开吸收段气体中 MEA 液分压，减轻了洗涤段负荷，操作中应注意贫液冷却器贫液温度，尽量控制在低于 45℃操作。

ò对再生塔而言，温度高有利于酸性气体的解吸，降低溶液再生度，增大溶液负载 CO2 能力，但过高的温度会导致 MEA液的降解，同时加大了再生系统的腐蚀作用，在实际运行过程中，需要对两者进行兼顾，通常再生塔底部温度控制在 110℃，而与此对应塔顶温度为96℃。

ò从再生塔下部排出的吸收液冷却后经贫液泵加压后与溶液换热，再经水冷降温至40℃过滤后输送到吸收塔，作为吸收塔的吸收液，反复循环使用。

ò为了使装置能稳定长期运行，防止 MEA 液对设备的腐蚀，本装置的所有设备全部采用不锈钢。

ò由于 MEA 液对设备的腐蚀性较强，在通常 MEA 浓缩装置中需要补充大量的缓蚀剂，造成产品生产成本增高的主要原因。

其中金属离子特别是 Fe+3会严重降低 MEA 液的活性，导致 MEA 液的补充量加大，往往在装置开车初期反应不是很明显，随时间的延长，MEA 液活性降低较严重，补充量也相应增大。

ò在装置设计中，MEA 液的循环量操作的关键因素之一。

在温度压力一定的情况下， MEA 液对 CO2的溶解度是一定的，循环量过小，吸收效率降低，出装置产品 CO2 收率会降低；而循环量过大，则能耗增加。

在 MEA 液浓度一定时，选择溶液循环标准为：富液中≤0.35 摩尔分子 CO2/摩尔分子 MEA而有效酸气负荷＝富液再生度－贫液再生度如果溶液酸气负荷选择偏大，由于一个分子胺只与 0.5 分子 CO2 反应，而贫液中还残留一定量的 CO2，实际上溶液有效吸收 CO2 能力达不到，其结果是装置 CO2收率降低，此时我们需要加大溶液的循环量。

4.3 工艺技术特点及先进性
4.3.1 本方案采用本公司研制的特殊溶液配方，MEA 浓度高，再生蒸汽消耗低，节能
降耗。

4.3.2 采用特有的复合缓蚀阻降技术, 溶液中加入了胺类活化剂、抗氧化剂及缓蚀剂等，保证溶液长周期性能稳定，并减缓对设备的腐蚀，确保吸收液中活性组份,保证装置能长期、安全、稳定、经济地运行。

4.3.3 合理的热量平衡措施，充分利用系统的低温位热能量，以减轻外移热量负荷，有效降低冷却水耗量。

4.3.4 吸收塔顶部设置洗涤系统及高效沫装置，以保证出吸收塔气体中夹带液体量尽可能小，MEA 溶液耗量非常少。

4.3.5 CO2 纯度高、装置能耗低。

4.3.6 本工艺中设计了多级换热设备，尽可能回收系统本身的热量，单位产品消耗的蒸汽量较低。

4.3.7 设立溶液回收釜，可降低降解物，回收 MEA 溶液，降低了 MEA 溶液消耗及设备腐蚀。

4.3.8 再生塔顶出来的再生气 CO2 压力可在 0.001～0.05MPa 范围内调节。

4.4 特别说明：
1、如果将再生塔顶出来的再生气 CO2 压力从 5～10KPa 提高到为 50KPa，从技术上讲，只要将再生温度提高，是可行的，其最大优点是可以省去二氧化碳增压鼓风机，但再生温度则必须从 95--100℃提高到135℃以上，随着温度的升高，不仅蒸汽能耗增加，而且其腐蚀性也会随之增加，考虑到生产的安全性和稳定性，建议不予采用。

2、工厂现有烟道气引风机，出口直排大气，如果本项目所用原料气（占 1/5）由该引风机分流提供，则必须对另外 4/5的气流进行限流增压，不仅将增加电耗，而且可能影响全系统的操作条件。

因此，本方案推荐增加原料气鼓风机。

第四部分方案二PSA 法
石灰窑尾气提纯工业 CO2 气体装置技术方案及投资估算
1.0 装置概况
第一节 PSA 法技术方案
文中所述压力除特别注明外，全部为表压
1.1 目的：提供变压吸附法回收 CO2 装置
1.2 原料气组成：(v %)
组分CO2 CO O2 H20 N2 N0X Σ
V% 21.2 0.2 9.4 4.6 64.6 477mg/m3 100
1.6 原料气压力：常压 MPa(表压，以下同)。

1.7 原料气温度：124℃
1.8 原料气流量：42000 Nm3/h，询价方可提供流量：128911Nm3/h 。

1.6 产品气组成要求CO2 纯度：80％（V）
产品 CO2 气中对氮氧化物含量不作要求。

1.7 产品气输出流量：10000 Nm3/h （8000 Nm3/h 100％CO2）
1.8 产品气输出压力0.02MPa
1.9 吸附废气：
吸附废气输出压力 0.12MPa，流量：30335.7 Nm3/h，可作为反吹气体，取消反吹风机。

（反吹风机的主要参数为：型号 Y5-47№8C，全压 2560Pa，风量 24000m3/h）
1.10 对原料气组分的分析：
本公司在得到原料气条件后，与询价方进行了电话交流，预计今后尾气中的空气量会得到一定程度地控制，O2含量也会有所下降，但下降幅度目前尚无法确定，因此，本方案仍然按询价方提供的原料气条件制定。

当今后原料气中 O2 含量下降时，有利于装置的运行。

1.11 对产品气 CO2 只要求 60％含量的分析：由于原料气中含有高达 6～9％的 O2，而产品气中对 O2 的要求小于 0.6％，根据变压吸附的工作原理，对 CO2 产品气而言，如果将 O2 含量控制到了小于 0.6％，则 N2 含量必然会小于 16％，CO2 产品浓度自然就会达到80％以上；反之，如果将要 CO2 产品气中的 N2 含量放宽到～40％，则 O2 含量自然就会达到2％以上，产品指标不能达标。

如果一定要达到在O2 含量小于 0.6％，CO2 含量为 60％，唯一的方法是装置生产出 80％以上的 CO2 产品气后，加入纯 N2 气，将 CO2 产品气浓度稀释到 60％。

根据以上分析，本次方案暂时只作 80％浓度的方案。

2.0 流程框图与物料平衡
2.1 工艺流程框图
2.2 物料衡算：
CO2 回收率 90％。

CO2 N2 CO O2 H2O
原料气
v% 21.2 64.6 0.2 9.4 4.6 100.0
(湿基) Nm3/h 8904.0 27132.0 84.0 3948.0 1932.0 42000.0
1原料气(干基)
v% 22.2 67.7 0.2 9.9 100.0
Nm3/h 8904.0 27132.0 84.0 3948.0 40068.0
v% 2.9 84.1 0.2 12.8 100.0
2 净化气
3 产品 CO2 气
Nm3/h 890.4 25504.1 71.4 3869.8 30335.7
v% 82.34 16.73 0.13 0.80 100.0
Nm3/h 8013.6 1627.9 12.6 78.2 9732.3
3.0 工艺简述
本装置分为 4 个工段，包括水洗除尘工段，原料气压缩工段，TSA 预处理工段，PSA 提纯 CO2 工段。

ò水洗除尘工段：
原料气在气量 43000 Nm3/h，温度 1240C，氮氧化物 477mg/m3 及粉尘含量为 28.5 mg/m3 条件下，进入水洗工段，水洗工段的主要作用为：
1）降温：将原料气温度由 1240C 降低到 35～400C，
2）除尘：将原料气中粉尘含量 28.5 mg/m3 脱除到 10.0 mg/m3 以下。

3）脱除氮氧化物：将原料气中氮氧化物 477mg/m3 脱除到 50～300mg/m3。

ò TSA 预处理工段
水洗后的原料气由于仍然含有氮氧化物，具有很强的腐蚀性，在进入到压缩机前必须脱除，因此，水洗后的原料气进入到预处理工段，在脱除氮氧化物的同时，对原料气
进行了较为深度的干燥，确保后续原料气压缩机的安全运行。

ò原料气压缩工段：
经水洗及预处理净化后的原料气，进入到原料气压缩机工段，对原料气进行升压，从常压状态压缩到 0.16MPa，输送到下一工段提纯。

ò PSA 提纯 CO2 工段：
原料气 0.15MPa 压力下，进入到 PSA 提纯 CO2 工段，本工段是整个装置的核心。

本工段由 8台吸附器和一系列程序控制阀门构成的变压吸附系统。

在变压吸附系统中，任一时刻总是有 6 台吸附器处于吸附步骤的不同阶段，由吸附塔下部入口端通入原料，在出口端释放出大部分废气，有用的 CO2 气体在吸附剂上被吸附。

每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、压力均衡降(ED)、抽真空(V)、压力均衡升(ER)等步骤。

吸附器的压力均衡降用于其它吸附器的压力均衡升。

最后通过抽真空得到产品输出界区。

4.0 装置主要配置
4.1 非标设备共 17 台非标设备，总重 282.1 吨
名称规格主要材料数量(台)
水洗工段洗气冷却塔DN3400×14900 1Cr18Ni9Ti 1 洗气塔填料
TSA 工段水分离器DN22800 V=35m3 1Cr18Ni9Ti 2TSA 吸附器V=40m3 换热器F=250m2 Q345R 1
PSA 工段PSA 吸附器V=64m3 Q345R 8均压罐DN3200 V=80m3 Q345R 1
产品气缓冲罐DN3600 V=260m3 Q345R 1
合计17
4.2 吸附材料
吸附材料总重 485.2 吨
牌号合计重量（吨）
TSA 吸附塔TSA-210 75.6
PSA 吸附塔TSA-314 409.6
合计485.2
4.3 定型设备
设备名称型号
烟道气鼓风机（罗茨风机）ARH-700CM 2 315 265 16 1 开 1 备
原料气压缩机2D-350/1.5 3 950 800 80 2 开 1 备
真空泵 2BE1403-0 3 160 140 10 3 开 0 备
凉水塔进水 42℃出水132℃，400m3/h2695 2285 206
4.4 程序控制阀，共计数量 70 台
序号规格材质数量台
1 PN1.6 DN100 碳钢 4
2 PN1.6 DN300 碳钢9
3 PN1.6 DN350 碳钢10
4 PN1.6 DN400 碳钢32
5 PN1.
6 DN450 碳钢9
6 PN1.6 DN450 不锈钢 6
合计70
4.5 自控微机
本装置自控微机选用计算机控制德国西门子 S7－300 型一套4.6 仪器仪表
本装置仪器仪表见表下表：
序号名称单位数量生产厂家
1 压力变送器台16 四川仪表厂
2 差压变送器台 2 四川仪表厂
3 孔板及三阀组套 2 四川仪表厂
4 气动薄膜单座调节阀台 3 重庆川武
5 阀门定位器、减压阀台 3 重庆川武
6 电磁阀台70 美国 ASCO
7 阀检台70 德国P+F
8 阀检安全栅个35 德国P+F
9 模拟量安全栅个20 德国P+F
10 CO2 红外线在线分析仪台 1 南京分析仪厂
11 24V 电源箱台 2 成都智能仪表厂
12 就地仪表套 1 四川仪表厂
13 仪表柜块 2 成都智能仪表厂227
5.0 公用工程消耗
名称规格单位备注
电220V 8kWh/h 照明和仪表用电
380V 420kWh/h 真空泵实际用电
动力电6000V
265kWh/h 鼓风机实际用电
1600kWh/h 压缩机实际用电
仪表空气P=0.4-0.6MPa dp -20 ℃120Nm3/h
循环冷却水 0.4MPa ≤30℃ 400t/h 洗气塔、动力设备
蒸气 1.6 t/h
6.0、主要消耗及成本
装置消耗定额及直接成本见表 7（以生产 1000Nm3 纯 CO2
直接成本
单位价格分项成本
1 循环冷却水T 50元/吨 0.15 7.5
2 电度 300元/度 0.5 150
3 蒸气 T 0.2元/吨 80 16
4 仪表空气Nm3 15.0元/Nm3 0.1 1.5
小计175
7.0 装置占地面积～3000m2
8.0、装置投资估算
8.1 提交的设计文件
8.1.1 施工设计图（全套）装置界区平面布置总图工艺专用施工设计图自控仪表专业施工设计图设备专业施工设计图电气专业施工设计图给排水专业施工设计图土建基础施工图
8.1.2 施工设计说明书(全套)
8.1.3 操作运行说明书(全套)操作手册安全操作规程分析规程培训教材
8.1.4 技术服务内容
8.2 本装置界区范围总投资估算为：2798.23 万元。

本装置界区内软、硬件总投资为：2768.23 万元。

序号项目名称设备购置费安装工程费建筑工程费其它费用合计
一工程费用
1 非标设备595.88 28 623.88
2 动力设备740.0 20 760
3 程控阀门25
4 25.0 279
4 吸附剂 542.86 5.0 547.86
5 工艺管道190.0 190
6 自控微机系统18.0 3.0 21
7 仪器仪表64.49 32.0 96.49
8 电器设备及安装45.0 15.0 60
9 土建80.0 80
小计2260.23 318 80.0 2627.03
二其它费用
1 设计费 85.0 85.0
2 专有技术使用费40.0 40.0
3 技术服务费10.0 10.0
4 培训费
5 5
小计140 140
合计2260.23 318 80.0 140.0 2798.23。