第一篇：诺氟沙星合成工艺综述
诺氟沙星的合成工艺路线改进
学生姓名 梁蕾蕾 班 级 化药903班 专业名称 化学制药技术 系部名称 制药工程系
指导教师 张静
提交日期 2011/12/20 答辩日期 2011/12/26
河北化工医药职业技术学院
2011年12月
诺氟沙星的合成工艺路线改进
目录
摘要 ........................................................... 4 1 前言 ......................................................... 4 1.1喹诺酮类药物 .................................................. 4 1.1.1喹诺酮简介 ............................................... 5 1.1.2抗菌作用机制 .............................................. 5 1.1.3喹诺酮类的共性 ............................................ 5 1.1.4作用 ...................................................... 6 1.2诺氟沙星概述 .................................................. 6 1.2.1背景介绍 .................................................. 6 1.2.2物理性质 .................................................. 6 1.2.3药理毒理 .................................................. 6 1.3发展状况 ...................................................... 7 2 制备工艺的优化 ............................................... 8 2.1 环合反应的优化 ............................................... 8 2.2 乙基化反应的优化 ............................................ 10 2.3 哌嗪化反应的优化 ............................................ 11 3 反应中溶剂的优化 ............................................ 12 4 反应过程中杂质的检测与定量 .................................. 13 2
诺氟沙星的合成工艺路线改进
5 其他诺氟沙星合成工艺 ........................................ 14 5.1以 A-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰)乙酸乙酯为起始原料 ................. 14 5.2 以 3-乙氧基-2-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰基) 丙烯酸乙酯为起始原料 ... 15 6 总结 ........................................................ 17 参考文献 ...................................................... 18 致谢 .......................................................... 20
诺氟沙星的合成工艺路线改进
摘要
诺氟沙星是第3 代喹诺酮类优秀的抗菌药物之一，在医疗领域有着重要的意义。本文主要对诺氟沙星的合成工艺做了相应的总结，对其中一些典型的合成路线进行了优劣势的分析，并提供了相应的优化方案。
诺氟沙星合成工艺路线大致有两大类型：
一、经分子内亲桉取代或Deckmann环余方法先合成喹诺酮环后引入哌嗪基;
二、先引入哌嗪基，再逐步形成喹诺酮环。
目前，国内外较多地采用第一类型合成路线：即以3-氯-4-氟苯胺为起始原料，经与EMME (乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯)缩合、经烷基化剂乙基化得中间体1-乙基-6-氟-7-氯-1，4-二氢-4-氧-喹啉-3-羧酸乙酯，水解后哌嗪化得诺氟沙星。
本文以 3- 氯- 4- 氟苯胺为起始原料, 经与乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯(EMME)缩合、 Gould- Jacobs环化、 乙基化、 硼酸酯络合及与无水哌嗪缩合等五步反应合成了诺氟沙星,总收率为 66.3%。
关键字：诺氟沙星，合成，工艺改进
1 前言
1.1喹诺酮类药物
诺氟沙星的合成工艺路线改进
1.1.1喹诺酮简介
80年代合成的4-氟喹诺酮类如环丙沙星、氧氟沙星等由于具有广谱、口服有效、副作用较少、耐药性还未大量产生等优点，发展迅速，临床广为使用，代表了特别重要的治疗进展。随着喹诺酮类药物的广泛应用，细菌对这类药物的耐药性也迅速产生与传播。
1.1.2抗菌作用机制
喹诺酮类药物作用的靶酶为细菌的DNA回旋酶(gyrase)及拓扑异构酶Ⅳ。对大多数革兰阴性细菌，DNA回旋酶是喹诺酮类药物的主要靶酶， 而对于大多数革兰阳性细菌，喹诺酮类药物主要抑制细菌的拓扑异构酶Ⅳ，拓扑异构酶Ⅳ为解链酶，可在DNA复制时将缠绕的子代染色体释放。
1.1.3喹诺酮类的共性
1.抗菌谱广 尤其对需氧的革兰阴性杆菌包括铜绿假单胞菌在内有强大的杀菌作用，对金葡菌及产酶金葡菌也有良好抗菌作用。某些品种对结核杆菌、支原体、衣原体及厌氧菌也有作用。
2.口服吸收良好，体内分布广。血浆蛋白结合率低，血浆半衰期相对较长。部分以原形经肾排泄，尿药浓度高，部分经由肝脏代谢。
3.不良反应少，耐受良好。常见恶心、呕吐、食欲减退、皮疹、头痛、眩晕。偶有抽搐等精神症状，停药可消退。所有氟喹诺酮类由于在未成年动物可引起关节病，在儿童中引起关节痛及肿胀，故不应用于青春期前儿童或妊娠妇女。
4.适用于敏感病原菌(如金黄色葡萄球菌、铜绿假单胞菌、肠道革兰阴性杆菌、弯曲菌属和淋病奈氏菌等)所知泌尿感染、前列腺感染、淋病、呼吸道感染、胃肠道感染及骨、关节、软组织感染。
能作用于细菌的脱氧核糖核酸(DNA)而对细菌染色体造成不可逆损害的一类药物。因该类药物结构和作用机制不同，故与抗生素之间无交叉耐药性。主要作用于阴性菌，阳性菌除金黄色葡萄球菌外，对其他菌株作用较弱。常用品种有吡哌酸、氟哌酸、氟嗪酸及环丙氟哌酸等。不良反应有：①胃肠反应有恶心和其他不适。②中枢反应可致精神症状，还可诱发癫痫。③可影响软骨发育，故孕妇及未成年儿童慎用。④有时有皮疹等过敏反应。⑤长期大量使用可致肝损害。
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1.1.4作用
吡哌酸(PPA) 对多种阴性菌有较好的抑制作用，对绿脓杆菌及金黄色葡萄球菌要较高浓度才有抑制作用。成人口服，疗程一般为10日。注意事项参见喹诺酮类药物。
氟哌酸(诺氟沙星) 作用强于吡哌酸，对革兰氏阴性菌包括绿脓杆菌、大肠杆菌、奇异变形杆菌、肺炎克雷伯氏杆菌等均有较强作用，抑菌浓度低于其他抗菌药物，对金黄色葡萄球菌的作用强于庆大霉素，用于治疗各科多种感染。治疗慢性泌尿系感染时，开始可按常量服2周，以后减量可持续数月。注意事项参见喹诺酮类，一般反应程度较轻。
1.2诺氟沙星概述
1.2.1背景介绍
诺氟沙星( Norfloxacin) 是第3 代喹诺酮类抗菌药物，具有抗菌作用强、抗菌谱广、生物利用度高、组织渗透性好、与其他抗菌素无交叉耐药性、副作用小及口服吸收快等特点，对大肠杆菌、肺炎杆菌、产气杆菌、阴沟杆菌、变形杆菌、沙门氏菌属、志贺氏菌属、枸橼酸杆菌属及沙雷氏菌属等遥植树菌科细菌具有强大的抗菌作用。临床用于敏感菌所致泌尿系统、 肠道、呼吸系统、外科、妇科、五官科及皮肤科等感染性疾病。
1.2.2物理性质
诺氟沙星(Norfloxacin，氟哌酸)，化学名1-乙基-6-氟-4-氧代-1，4-二氢-7-(1-哌嗪基)-3-喹啉羧酸(1-ethyl-6-fluoro-1，4-dihrdro-4-oxo-7-(1-piperazinyl)-3- quinolinecarboxylic acid)。诺氟沙星为类白色至淡黄色结晶性粉末，无臭，味微苦，可吸湿，见光颜色渐深。易溶于醋酸及氢氧化钠溶液中。熔点218~224℃。
1.2.3药理毒理
诺氟沙星为喹诺酮类抗菌药，具有广谱抗菌作用，尤其对需氧革兰阴性杆菌的抗菌活性高，对下列细菌在体外具良好抗菌作用：肠杆菌科的大部分细菌，包括枸橼酸杆菌属、阴沟肠杆菌、产气肠杆菌等肠杆 6
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菌属、大肠埃希菌、克雷伯菌属、变形菌属、沙门菌属、志贺菌属、弧菌属、耶尔森菌等。诺氟沙星对体外多种耐药菌亦具抗菌活性。对青霉素耐药的淋病奈瑟菌、流感嗜血杆菌和卡他莫拉菌亦有良好抗菌作用。诺氟沙星为杀菌剂，通过作用于细菌DNA螺旋酶的A亚单位，抑制DNA的合成和复制而导致细菌死亡。
1.3发展状况
诺氟沙星是日本杏林公司1978年合成的广谱、高教、低毒的喹诺酮类抗感染药物。1984年在日本首次上市，我国于1985年由太原制药厂投产应市。尔后，全国投产厂家众多，但大多因工艺技术水平低，存在单耗高、收率低、质量差等问题。
诺氟沙星的合成工艺路线大致有两大类型：
一、经分子内亲桉取代或Deckmann环余方法先合成喹诺酮环后引入哌嗪基;
二、先引入哌嗪基，再逐步形成喹诺酮环。
目前，国内外较多地采用第一类型合成路线： 即以3-氯-4-氟苯胺为起始原料，经与EMME (乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯)缩合、经烷基化剂乙基化得中间体1-乙基-6-氟-7-氯-1，4-二氢-4-氧-喹啉-3-羧酸乙酯，水解后哌嗪化得诺氟沙星。
现行工艺经过大量的研究工作，己日趋成熟。但在哌嗪化过程中，难以避免地产生6-氟与7-氯的竞争取代。氟被取代的副产物可达25%，给产物的分离纯化带来很大困难。运用1-乙基-6-氟-7-氯-1，4-二氢-4-氧-喹啉-3-羧酸乙酯与硼化物形成螫台物的方法，(即利用4位羰基氧原子的P电子向硼原子的空轨道转移的特性，提高诱导效应，激活7-氯，纯化6-氟)，可选择性地提高哌嗪化收率。
类型一的三种合成路线：
方法一：以3-氯4-氟苯胺为原料，与乙氧亚甲基丙二酸二乙酯反应，经环合、N-乙基化、水解，再与哌嗪缩合而得。
优缺点：方法(1)原料价廉易得，操作简单，是各厂家经常使用的方法，但缺点是收率偏低，仅为52% 左右。
方法二：以2-氟-5-硝基苯胺为原料，经重氮化、氯化，与哌嚷反应得3-哌嗪基-4-氟硝基苯，经还 7
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原、环合、N-乙基化、水解而得。
优缺点：原料来源困难，操作较烦琐，收率也较低。
方法三：将水解产物(1-乙基-6-氟-7-氯-1，4二氢-4-氧代喹啉-3-羧酸)与醋酸、硼酸制成硼螯合物，再与哌嗪缩合，最后经水解而得。
优缺点：原料仍可使用3-氯-4-氟苯胺，且前三步与最后一步完全用方法一的成熟工艺，只在第三步水解反应产物(1-乙基-6-氟-7-氯-1，4二氢-4-氧代喹啉-3-羧酸)生成后再与乙酐、醋酸形成一个硼螯合物。实践证明，这一步的反应很充分，平均收率达98.38 %，并且与哌嗪的缩合更容易进行，从而使总收率可达到62 %以上。
2 制备工艺的优化
2.1 环合反应的优化
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张为革等将羟基亚甲基丙二酸二乙酯替代乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯与氟氯苯胺反应也制得中间体3-氯-4-氟苯胺基甲叉基丙二酸二乙酯，其反应机理见图1。
[1]
图1 环合反应优化
采用该合成方法的优点是反应温度低，反应时间短，原料易得，操作简便;但副反应较多，收率仍不够理想，为51.17%。此外，中间体 3 进一步环合成 4 过程中环合定位的不唯一性，在7-Cl 的对位或邻位均可，分别产生目标中间体4( 环合物) 和副产物4a(反环物)，且两者分离困难，使收率降低。见图2。
图2 环合反应主产物跟副产物
有文献表明，中间体3在高沸点惰性溶剂中进行Gould-Jacobs反应，所得到的4 与 4a的相对含量主要取决于溶剂及其用量。不同的溶剂，即使用量相同，二者比例也不同。对于同一种溶剂，其用量不同，4与4a的比例不同，且随着溶剂用量增加，4a相对含量降低。在实际生产中，溶剂用量过大显然是不合理的，采用在反应温度下滴加中间体3 的办法可以达到相对增加溶剂用量、降低副产物含量的目的。
[2] 9
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2.2 乙基化反应的优化
由于中间体4 存在酮式与烯醇式，故进行乙基化反应时，可产生N-乙基化物和O-乙基化物( 5a)。一般讲，烯醇式不稳定而酮式稳定，但反应受许多因素影响，如溶剂、试剂亲核性的强弱、反应温度等。见图3。
图3 乙基化反应产物
一般而言，碱性条件有利于烯醇式生成，而酸性条件有利于酮式生成，基于此原理有相关报道表明，如果使用比常规应用的无水K2CO3碱性弱的无水Na2 CO3作为乙基化的脱酸剂，将会使5a的生成含量比例大为减少，并且当乙基化溶剂采用二甲亚砜、二甲基甲酰胺、N-甲基吡咯烷酮，Na2CO3为脱羧剂，溴乙烷为烷化剂时，可基本免于5a的生成，其中选用DMSO和二甲基乙酰胺时效果最好，5a 分别仅占总生成收率的1.57%和 0.82%。此外原料药中的主要杂质 6-氟-1，4-二氢-7-氧代-( 1-哌嗪基) 喹啉，下称脱羧物，亦源于乙基化反应的副产物( 4a， 4b)。见图4。
[4]
[3]
图4 原料药中的主要杂质来源
除上图显示的反应过程外，乙基化反应不完全而留下的少量4水解后生成的4b， 经哌嗪化也生成1a。生产上为使乙基化反应进行得更完全，采取了分批加乙基化试剂、于较低温度保温后升温等反应措施，它们可在某种程度上减少4b 的生成，但对控制4a的生成显然是不利的。再则在加料过程中应缓慢加入，其原因是乙基化试剂如溴乙烷沸点较低，易挥发，将其分批慢慢加入反应体系中，反应不至太激烈，且温度易控制;另一方面，缓慢分批加入乙基化试剂，反应液中的乙基化试剂浓度低，反应选择性增加，更有利于生成 N-乙基物，进而提高收率。因此，如何选择更合适的工艺条件，将副产物的生成量降到最低程度，
[5] 10
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仍值得探索。
2.3 哌嗪化反应的优化
此歩反应属 Sn1反应，所以提高溶剂的极性有利于取代反应的发生。但由于亲核取代时 7-氯和6-氟相竞争，在一般条件下可生成 25% 左右的 6-氟被哌嗪取代的副产物。基于芳环上基团对亲核试剂的敏感性是F> Cl，郭惠元等将7-位氯改为氟，即用1-乙基-6，7-二氟-1，4-二氢-4-氧代喹啉-3-羧酸与无水哌嗪反应，该歩收率为82.3%。其合成工艺及各歩收率见图5。 [6]
图5 将 7-位氯改为氟后合成工艺
而目前生产上多采用酯与硼化物制成螯合物，再哌嗪化，因4-羧基氧原子的P 电子向硼原子空轨道上转移，使它的负电效应增大，从而大大活化7-位氯原子，提高了取代反应的化学区域专一性。其反应原理见图6。
图6 螯合物优化合成工艺
总之，在中间体 1-乙基-6-氟-7-氯-1，4-二氢-4-氧代喹啉-3-羧酸酯生成后制成硼螯合物， 设备均不需作任何改造，即可用于生产，而收率却得到很大的提高( 10% 左右);硼螯合物虽然增加了硼酸和乙酐的消耗，但成本相对较小，而同时却使生成的中间体更易于粉碎，节省了一定的人力、物力，更适合于 11
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大生产;而对于硼鳌合物新工艺，有2 个问题值得注意: ( 1)鳌合物的制备: 国内有采用 HBF4 或BF3.Et2 O 复合物或硼酸/酸酐与 5 反应，HBF4 及BF3.Et 2O 虽然反应条件较为温和，但毒性大、腐蚀性强、生产上存在设备严重腐蚀及劳动保护问题。硼酸/酸酐原料价廉易得，反应收率高，但反应剧烈，控制不当有冲料危险;( 2) 哌嗪化溶剂的选择：不少厂家采用专利所报道的，但 DMSO 回收困难( bp189. 0 ℃ )，气味恶臭，价值昂贵。
而最近几年中，针对此合成路线中需大量使用的醋酐的问题，亦有相应的改进工艺。胡国强等把化合物2 通过水解得到相应的化合物5，然后在催化剂聚乙二醇的作用下直接与哌嗪反应，可以高收率地得到目标化合物 1。反应过程见图7。
[7]
图 7 聚乙二醇催化合成反应工艺
3 反应中溶剂的优化
在经典的诺氟沙星生产工艺中，第1 步的环合过程采用黏度较大的二苯醚作溶剂，反应需在300℃以 12
诺氟沙星的合成工艺路线改进
上高温下进行，且后处理工艺繁琐。汪敦佳等研究在高温环化时选用了价廉、黏度小的高沸点柴油作为溶剂，并且溶剂可以反复套用，最终可以使前2 步反应收率高达95%以上。而在哌嗪化过程中，纪耿豪
[9]
[8]用醇类溶剂替代原来的 DM-SO，在一定程度上解决了生产上关于此歩反应气味恶臭、收率较低等问题。在后处理过程中，李灵芝[10]又将水用醇水混合物替代，使哌嗪的回收更加方便。此外汪敦佳等采用循环套用回收溶剂和无水哌嗪，节省大量反应原料及溶剂，进一步降低了诺氟沙星的生产成本，增强其市场竞争能力。
此外，硼螯合物的后处理过程中，用异丙醇与水的混合物代替水， 其好处在于用异丙醇代替了部分水，减少了水的用量，只需浓缩去除少量的水，经冷却至 10℃以下即可回收哌嗪，节省了能源，同时减少了浓缩水过程中哌嗪的损失及管路的堵塞。利用异丙醇与水不相混溶，经分层后可直接用于下一批的后处理。回收所得六水哌嗪，利用其与异戊醇有共沸点的特点，经蒸馏除水后可用于下一批的反应，从而使成本降低;回收套用溶剂 DMSO 和无水哌嗪，在保证哌嗪化缩合反应收率基本不变的情况下，其结果为: DMSO 比不套用时减少了38.5% 的溶剂用量;无水哌嗪比不套用时减少了41.1%。
4 反应过程中杂质的检测与定量
关于经典制备诺氟沙星( N OR)工艺
[11]
中，反应的副产物主要有CAT、ECA、MAC，其结构式见图8。
诺氟沙星的合成工艺路线改进
图8 NOR/CAT/ECA/MAC的结构式
Nageswara RR 等[12]探索用 HPLC 检测制备工艺中诺氟沙星的纯度， 其具体的实验条件是: 40 ℃条件下以反相C18 柱为载体，0.01M 磷酸二氢钾和乙腈( 60：40， v/ v， pH 3.0) 作为流动相，流速1.0ml/分钟，260nm 处进行紫外检测[13]
。各物质的分离效果见图9。
图9 HPLC分离结果
5 其他诺氟沙星合成工艺
5.1以 a-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰)乙酸乙酯为起始原料
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文献[14]记载，以a-( 2,4-二氯-氟苯甲酰)乙酸乙酯作为起始原料，与原甲酸三乙酯缩合得到乙氧基取代的丙烯酸乙酯衍生物，不经分离纯化，直接与乙胺水溶液在冰盐浴冷却下反应，生成乙胺基取代的丙烯酸乙酯，两步收率73% ，接着在碱作用下，与DMF73%~5%。然后，再经水解、哌嗪化得诺氟沙星
[16]
[ 15]
中于 100-130℃加热， 环合得到中间体5，收率
。见图12。
图 12 a-( 2,4 -二氯-5-氟苯甲酰) 乙酸乙酯为起始原料合成工艺
[17]
5.2 以 3-乙氧基-2-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰基) 丙烯酸乙酯为起始原料
该方法的反应路线见图13。将自制的3-乙氧基-2-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰基)丙烯酸乙酯( 13.3g,0.04mol) 溶于50ml无水乙醇中，冰盐浴冷却至- 5-0℃， 搅拌下滴加乙胺水溶液( 33% ,7.0g)，在0℃下搅拌反应2 小时，得到固体，用乙醇充分洗涤后，将该固体( 6.9g,0. 02mol )，K2CO3( 2.5g ) 和 DMF( 50ml)加入100ml反应瓶中，120℃下反应 2小时，冷置至室温，过滤，用乙酸乙酯和水分洗涤，得白色固体。取该固体( 3.1g,0.01mol)和浓盐酸(8ml)、醋酸(35ml)混合，于90℃反应4 小时，静置，析出白色结晶。将此晶体( 2.8g,0.01mol)和无水哌嗪( 4.3g,0.05mol) 溶解于异戊醇(35ml)中，于110-115℃下，反应 6小时，反应液冷却后析出固体，过滤，重结晶处理得产物诺氟沙星(2.1g)。熔点: 225-227℃(
文
献
值
227-228
℃
)
[18]
。 15
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图3-乙氧基-2-( 2,4-二氯-5-氟苯甲酰基) 丙烯酸乙酯为起始原料合成工艺
(最终产物的 R1 = Et , R2 = H 时为诺氟沙星)
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6 总结
最近几年中，针对此合成路线中需大量使用的醋酐的问题，亦有相应的改进工艺。诺氟沙星是第3 代喹诺酮类优秀的抗菌药物之一，在医疗领域有着重要的意义。本文主要对诺氟沙星的合成工艺做了相应的总结，对其中一些典型的合成路线进行了优劣势的分析，并提供了相应的优化方案。
现行工艺经过大量的研究工作，己日趋成熟。但在哌嗪化过程中，难以避免地产生6-氟与7-氯的竞争取代。氟被取代的副产物可达25%，给产物的分离纯化带来很大困难。运用1-乙基-6-氟-7-氯-1，4-二氢-4-氧-喹啉-3-羧酸乙酯与硼化物形成螫台物的方法，(即利用4位羰基氧原子的P电子向硼原子的空轨道转移的特性，提高诱导效应，激活7-氯，纯化6-氟)，可选择性地提高哌嗪化收率。
关于诺氟沙星的合成工艺如今已日益完善，反应收率、反应条件及环境保护等方面都得到较好的改进，但是仍有一些问题有待解决，如乙基化反应最优条件的确定等。因此，对于诺氟沙星合成工艺的优化仍需得到人们的关注。
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参考文献
[1] 张为革，章杰，王绍杰， 等。 3-氯-4-氟苯胺乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯的新合成方法。沈阳药科大学学报[J],1999，16( 3) : 179-181 [2] 郭惠元，曹一尘，李卓荣，等。3-氯-4-氟苯胺乙氧基亚甲基丙二酸二乙酯在惰性高沸点溶剂中的环化反应。中国医药工业杂志[J]，1991，22( 12) : 546-547 [3] 郭惠元，孙兰英，曹一尘。碱和水份对 7-氯-6-氟-4-羟基喹啉-3-羧酸乙醋的N-或 O-乙基化产物比例的影响。中国医药工业杂志[J]，1993, 24( 7) : 289-290 [4] 纪软豪。诺氟沙星合成工艺概述。中国医药工业杂志[J]，1992，23( 3): 138-140 [5] 王希。氟哌酸合成工艺改进。江苏药学与临床研究, 1996, 4( 1) : 46-48 [6] 郭惠元，曹一尘，孙兰英。由 3,4- 二氟苯胺制备诺氟沙星。中国医药工业杂志[J]，1992， 23( 1) : 3-4 [7] 胡国强，董秀丽。诺氟沙星合成方法的改进。化学试剂，2007，29( 9) : 575-576 [8] 汪敦佳，杜冬云。诺氟沙星合成工艺的改进。湖北师范学院学报(自然科学版)，2000， 20( 2) : 45-46 [9] 纪耿豪。诺氟沙星( Norfloxacin)合成工艺的改进。现代应用药学。1991，8( 4): 14-15 [10] 李灵芝。诺氟沙星的合成工艺研究。山西化工，2004，24(1):55-56 [11] 李卓荣，郭惠元，张致平。 诺氟沙星的新法合成。医药工业，1988，19(11): 481-482 [12] 谢建刚，廖新成。1-乙基-6-氟-7-(1-哌嗪基)-1 ，4-二氢- 4 -氧代喹啉-3-羧酸类似物的合成。郑州大学学报( 理学版) ，2003，35(3):75-78 [13] 牟兆吉,俞玉英, 江齐章.医药工业. 1987, 18( 5) : 203 [14] 纪耿豪.中国医药工业杂志[J]. 1992, 23: 138 [15] 汪敦佳,陈泳洲. 化学世界. 1996, 37( 2) : 80 [16] 赵国君.中国医药工业杂志[J]. 1987, 28( 1) : 12
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[17] 郭惠元.3一氯一4一氟苯胺亚甲丙二酸二乙酯在惰性高沸点溶剂中的环化反应.中国医药工业杂志[J]，1991;22(12)：546一547 [18]陈振华，黄扬彬.诺氟沙星生产工艺浅析.广东药学，2002;12 (2)：31—32
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致谢
当我写完这篇毕业论文的时候，有一种如释重负的感觉，在经历了找工作的焦灼、写论文的煎熬之后，感觉好像一切都尘埃落定，想起了那句伤感的歌词：“Time to say goodbye.”即将给自己的学生时代和校园生活划上一个分号，之所以说它是分号，是因为我对无忧无虑的学生生活还有无比的怀念，对单纯美好的校园生活还有无比的向往。这只是我生命中的一个路口，并不是终点，我始终相信青春不会散场，坚信有一天会重返校园，以学生或老师的身份去延续这种快乐和幸福。
大学三年学习时光已经接近尾声，在此我想对我的母校，我的老师和同学们表达我由衷的谢意。感谢他们对我大学三年学习的默默支持;感谢我的母校河北化工医药职业技术学院给了我在大学三年深造的机会，让我能继续学习和提高;感谢张老师和同学们三年来的关心和鼓励。老师们课堂上的激情洋溢，课堂下的谆谆教诲;同学们在学习中的认真热情，生活上的热心主动，所有这些都让我的三年充满了感动。这次毕业论文设计我得到了很多老师和同学的帮助，其中我的论文指导老师张静老师对我的关心和支持尤为重要。每次遇到难题，我最先做的就是向张老师寻求帮助，而张老师每次不管忙或闲，总会抽空来找我面谈，然后一起商量解决的办法。张老师平日里工作繁多，但我做毕业设计的每个阶段，从选题到查阅资料，论文提纲的确定，中期论文的修改，后期论文格式调整等各个环节中都给予了我悉心的指导。这几个月以来，张老师不仅在学业上给我以精心指导，同时还在思想给我以无微不至的关怀，在此谨向张老师致以诚挚的谢意和崇高的敬意。同时，本篇毕业论文的写作也得到了同学的热情帮助。感谢在整个毕业设计期间和我密切合作的同学，和曾经在各个方面给予过我帮助的伙伴们，在此，我再一次真诚地向帮助过我的老师和同学表示感谢!
在毕业前最后的时光，仍旧要感谢我生命中出现的那些十分重要的师姐师兄、师弟师妹们，以及我结识的朋友们。他们不仅在学术上给予我指点，同时也是我生活中一起同行的人，在交往的过程中我们建立信任、彼此鼓励、互相支持与帮助。
当然，还要感谢我深爱的父母亲一直以来对我无怨无悔的付出、支持、关爱、尊重和信任，在我学习、生活、感情、工作上遇到困难时，是您们帮我抵御风霜，谢谢您们。
第二篇：合成氨工艺
陈昶君化九三
2009011892
1.合成氨生产工艺流程图
(1)煤为源头 工艺路线：
以无烟煤为原料生成合成氨常见过程是:
造气 ->半水煤气脱硫 ->压缩机1，2工段 ->变换 ->变换气脱硫 ->压缩机3段 ->脱硫 ->压缩机4，5工段 ->铜洗 ->压缩机6段 ->氨合成 ->产品NH3
造气过程为以煤为原料，用间歇式固定层常压气化法，反应方程为
煤+氧气→二氧化碳二氧化碳+煤→一氧化碳煤+水蒸气→一氧化碳+氢气
(2)天然气为源头
采用天然气、焦化千气力原料的合成氨生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输入氨库和氨吸收八个工序
(一)脱琉
原料气进入后，首先进入三段脱硫塔.第
一、二段分别采用5—6%Na0H和10。12%Na0H碱洗，第三段采用水洗。在脱硫塔内。气体中大部分无机硫和部分有机硫被碱液吸收，湿法脱硫后的焦化干气由压缩机道往一段转化炉对流段，加热至340—3500C后，进人干法脱硫槽。干法脱硫剂通常采用氧化锰、氧化锌或钴—铜催化剂。经干法脱硫后。焦化干气中的总硫量要求低于3ppm.这里需要进行痕量硫的测定。 (二)转化
经脱硫合格的焦化干气返回对流五段与来自废热锅炉的蒸汽混合，加热至500.610%后，进入一段转化炉(简称一段炉)，控制共水碳比为3.5.4.0。在催化刘作用下原料气转化为氢气、一氧化碳和二氧化碳。反应所需的大量热能由转化炉两倜均匀分布的无焰燃烧喷嘴供给，反应温度控制在760—7的℃;出口气中残余甲烷含量要求小于10%。一段沪出口气与空气压缩机送来的空气相混合，进人二段转化炉(简称二段炉)内燃烧，温度达到900一950。C，在催化捌作用下，甲烷转化成一氧化碳和二氧化碳;二段炉出口气中残余甲烷应小于0.3%。同时获取合成气所需的氮气，并控制氢、氮比在2.8—3.1之问。在整个转化过程要进行原料气的总碳分析和
一、二段炉出口气残余甲烷的分析。 (三)变换
从二段炉出来的气体，进入消化废热锅炉。利用热能获得蒸汽，同时使气体温度降至350—380℃，再进入中温变换炉(简称中变炉)。在中变催化剂作用下，一氧化碳与水蒸气反应生成氢和二氧化碳。一氧化碳含量要求降低到3.5%左右，个变炉出口气体温度达到400。C左右。经过小变炉回收热量产生蒸汽，同时使
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气体温度降到180—200℃，然后进入低温变换炉(简称低变炉)。在低变偿化剂作用下，一氧化碳进一步发生变换反应，使一氧化碳减到0.3%以下，出口气温度达到200—220℃。此时气体尚含有大量湿热和潜热。这部分热量经锅炉给永加热器和制冷再沸2R恢热，使温度降至40℃左右，送往脱碳系统。在变换过程中主要控制一氧化碳的含量。检查变换效率。 (四)脱碳
由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经本非尔溶液或环丁洲一乙醇胺溶液吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体中央带脱碳液，让共进入洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富他经换热器后.减压送至二氧化碳再生培，用蒸汽加热再沸器，在温度128℃下脱去二氧化碳。为了提高脱碳效率和净化反，主要进行脱碳液酌组分分析和服碳塔出u净化气中二氧化碳的分析。由再生塔顶出来的二氧化族，经空冷器和永冷器，气体温度降至柏℃。再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳掖(贫液)，先进溶液空冷器。冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压。再经溶液水冷器冷却至40℃后。送人二氧化碳吸收塔循环使用。 (五)甲烷化
由吸收塔出来的净化气，先经甲烷化换热器换热，气体温度升高到320℃左右，再进入学烷化加热器，使气体温度提到350℃;然后进入甲烷化炉，在催化刘的作用下一氧化碳、二氧化碳与氢气反应。生成甲烷。甲烷化后出口气中一氧化碳和二氧化碳的总置应小于10ppm。这里需要采用连续自动痕员分析仪，进行测量和控翻。
(六)氨的合成
经压缩后的氢气与循环气混合后进人氨冷凝器上部与氨蒸发器出来的冷气换热。部分氨被冷凝。气体进入氨蒸发器后，被外层的液氨冷却至-2℃左右，返回到冷凝塔的下部。经液氨分离器冷交换后的气体中含氨誊最终降刭3%以下。再进人合成塔，经主换热器换热后。再经催化剂筐内冷却管换热。使温度升至400一450℃后，从中心管进入催化剂后。氨的合成在高温、高压、催化剂作用下进行，反应式如下：3H一-Nf·2NHfrQ。反应后的气体含氨量在18.5%左右，温度为480—530℃，由塔底进入的冷气进行换热。使气体温度降至375℃左右，再进人中置锅炉回收反应热量。气体温度下降到235‘c左右返回合成塔下部，气体经主换热器内冷却至110—130℃。气体出合成塔后，进人u型管水冷器，冷却至35℃左右，部分氨冷凝成液体，经氨分离器分离出液氨后，气体重新返回系统循环。在此需要分析循环气，保证甲烷含量不大于15%，合成塔入口氨含量不大于3%。由冷疑塔氮分离器出来的液氨减压后，送往液氨缓冲槽液氨经 计量表计量后送住氨库.气榴部分送往氨吸收。
2.合成氨反应器
(1)催化剂
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。当采用铁触媒作催化剂时，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。
铁触媒是由融熔的铁的氧化物制成的，它含有钾、钙和铝的氧化物作为稳定剂与促进剂，而且是以氧化态装到合成塔中去的，在进行氨的生产以前，铁触媒
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必须加以活化，把氧化铁还原成基本上是纯的元素铁。
铁触媒还原期间，合成气是循环通过合成塔的，当反应已经开始进行时，非常重要的是循环气要尽可能地加以冷却(但设备中不能结冰的危险)，把气体中的水份加以冷凝开除去以后再重新进入合成塔，否则，水汽浓度高的气体将进入已经还原了的触媒床，水蒸汽会使已经还原过的触媒和活性降低或中毒，一旦合成氨的反应开始进行，生成的氨就会使冰点下降，这就可以在更低的温度下把气流中的水分除去。另外，温度压力都会影响催化剂活性，一些氧化物如CO等还可能引起催化剂中毒。
(2)工艺条件：
高压法：操作压力70~100MPa，温度为550~650度;中压法：操作压力20~60MPa，温度为450~550度;高压法：操作压力10MPa左右，温度为400~450度。目前中压法技术成熟，经济性较好，被广泛采用。
(3)反应器结构
合成氨反应器是合成氨生产的关键设备，作用是氢氮混和气在塔内催化剂层中合成为氨。由于反应是在高温高压下进行，因此要求反应器不仅要有较高的机械强度，而且应有高温下抗蠕变和松弛的能力。同时在高温、高压下，氢、氮对碳钢有明显的腐蚀作用，使反应器的工作条件更为复杂。
为了适应氨合成反应条件，合理解决存在的矛盾，反应器由内件和外筒两部分组成，内件置于外筒之内。进入反应器的气体(温度较低)先经过内件与外筒之间的环隙，内件外面设有保温层，以减少向外筒散热。因而，外筒主要承受高压(操作压力与大气压之差)，但不承受高温，可用普通低合金钢或优质碳钢制成。内件在500℃左右高温下操作，但只承受环系气流与内件气流的压差，一般只有1~2MPa，即内件只承受高温不承受高压，从而降低对内件材料和强度的要求。内件一般用合金钢制作，塔径较小的内件也可用纯铁制作。内件由催化剂筐、热交换器、电加热器三个主要部分组成，大型氨合成反应器的内件一般不设电加热器，而由塔外加热炉供热。
3.参考文献：
孟岩《合成氨的生产方法以及工艺流程研究》
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第三篇：聚甲醛合成工艺 2
聚甲醛生产工艺
摘要：本文简要介绍了聚甲醛的性能、应用领域、生产工艺方法以及国内聚甲醛的发展状况。
关键词：聚甲醛;应用;生产工艺
聚甲醛(POM)，又名聚缩醛，学名聚氧化亚甲基树脂。POM使用易得的甲醇为原料，采用甲缩醛法合成工艺，具有产品质量好、工艺简单、消耗低等特点。
聚甲醛树脂(POM)是一种综合性能优良、原料来源丰富，成型加工方便，可代替有色金属用作结构和耐磨材料的工程塑料。自从实现工业化生产来，世界聚甲醛消费量逐年递增,加工技术也在不断发展。
1聚甲醛的性能及用途
1.1特性
聚甲醛是分子主链中含有—CH2O—链节的热塑性树脂，是一种高密度、高结晶性的无支链线性聚合物，具有良好的物理机械性能、耐化学品性，使用温度范围较广，可在-40～100℃长期使用。聚甲醛的分子链结构规整性高，分子链由碳氢键组成，聚甲醛的碳氢键比碳碳键短，具有优异的刚性和机械强度。是工程塑料中机械性能最接近金属材料的品种之一，具有密度高，结晶度较高、刚性大、自润滑性能好、耐疲劳、耐摩擦、耐有机溶剂、成型加工简单等突出优点。聚甲醛还具有吸水性小，尺寸稳定，有光泽，由于尼龙在该方面的性质;具有抗拉强度，弯曲强度，耐疲劳性强度均高，即使在低温下，聚甲醛仍有很好的抗蠕变特性、几何稳定性和抗冲击特性，可在低温环境内长期使用。它的耐磨性和自润滑性也比绝大多数工程塑料优越，又有良好的耐油、耐过氧化物性能。
1.2应用
聚甲醛由于其优越的综合性能，广泛应用于工业机械、汽车、电子电器、日用品、管道及配件、精密仪器和建材等领域。其消费结构大约是电子电器行业占45%，汽车制造业为31%，机械工业为10%，其他行业为14%。在电子电器领域，常用于制造电扳手外壳、录像带CD盒、打印机、传真机、电风扇的零件、加热板、洗衣机滑轮等;在汽车领域，常用来制造把手、摇把、曲轴、门窗玻璃升降器、仪表板等零部件;在机械领域，常用于制造各种滑动、转动机械零件，如齿轮、杠杆、滑轮、轴承、链条等;医疗器械
方面，可用于制造心脏起搏器、人工心脏瓣膜、顶椎、假肢等;日用品方面，可用于制造打火机、拉链、扣环、滑雪板、冲浪板、雪橇等;管道及农用喷淋系统领域，可用于制造阀门、喷头、水龙头、水泵壳、接头等;建筑方面，常用于制造窗框、洗簌盆、水箱、水表壳体等。
2生产工艺
工业上生产聚甲醛有气态甲醛法和三聚甲醛法两种方法，国内目前一般采用三聚甲醛方法为主。三聚甲醛法于20世纪50年代由美国杜邦公司研制开发，以三聚甲醛为主或加入少量共聚单体如二氧三环聚合而成，即目前有均聚和共聚两种制法，所得的产品也分别称为均聚甲醛和共聚甲醛。
2.1均聚甲醛
均聚甲醛是杜邦公司1959年发明，由甲醛溶液与异辛醇反应，经过脱水、热裂解得到精制甲醛，然后在催化剂作用下进行液相聚合，聚合后用醋酐酯化封端。均聚甲醛的结晶度高，分子量分布较窄。其产品相对密度约为1.4，熔点为170-185℃，特点是有优异的刚性，拉伸强度高，单位质量的拉伸强度高于锌和黄铜，接近钢材，而且耐磨性能好、耐疲劳强度和蠕变性均好，摩擦系数小，但是热稳定性差、不耐酸碱。目前均聚甲醛约占聚甲醛总产量的20%。
2.2共聚甲醛
共聚甲醛生产工艺以赫斯特·塞拉尼斯公司的技术为代表，其它拥有该工艺技术的公司还有巴斯夫公司、三菱瓦斯化学公司等。宇部兴产公司于1984年开发了在聚合过程中不用溶剂的气相法共聚甲醛工艺，具有独特的技术特点。
赫斯特·塞拉尼斯公司的工艺过程大致如下：将50%的甲醛溶液浓缩至65%，在硫酸存在下合成三聚甲醛溶液，经溶剂萃取和精制(赫斯特·塞拉尼斯公司的溶剂为苯，巴斯夫公司和三菱瓦斯所用溶剂为二氯乙烷)得到聚合级三聚甲醛;然后以聚合级三聚甲醛为聚合单体，以环氧乙烷(或二氧五环)为共聚单体(巴斯夫公司用三氧七环)，用双螺杆反应器进行本体连续共聚合，共聚合按其工艺控制可分为高温带压聚合与分段深度聚合，所得共聚物经粉碎，在经连续稳定化和间歇稳定化过程，除掉其中的热不稳定成分，干燥后混合添加剂进行处理造粒，均化后制出颗粒状共聚甲醛产品。
宇部兴产公司的气相法共聚甲醛技术主要由甲醛合成、单体制备、共聚合、稳定化、溶剂回收、成品等几个部分组成。与赫斯特·塞拉尼斯公司的聚合工艺相比，在共聚合以后，两家技术基本相同。所不同的是在共聚合及共聚合以前。宇部兴产公司的工艺路
线大致为：原料甲醇采用空气氧化法值得50%的甲醛，50%甲醛和低相对分子质量聚乙二醇反应，经脱水、热分解，最后经精制的共聚合所要求的精制甲醛气。精制甲醛气与共聚单体三氧八环气态混合后进入双螺杆反应器进行共聚反应，从聚合反应器排出的高温循环聚甲醛粉体经冷却返回聚合反应器进行循环，以控制聚合反应温度，然后用螺旋输送机将聚甲醛粉料定量地送往稳定化装置进行稳定化处理，再经干燥后送成品装置，经后处理得聚甲醛产品。该技术对材质要求不高，设备数相对少，属节能型工艺，且流程简单，容易操作，腐蚀性小，维修方便，原料和产品单耗与赫斯特·塞拉尼斯工艺差别不大。
3国内的生产现状
我国于1962年开始研制聚甲醛，中科院北京化学所、成都工学院、吉林化工研究院等单位较早从事均聚甲醛的研究。但经数十年的发展，技术水平没有重大突破，与外国公司差距较大。国内市场需求主要依赖进口，消费需求仍以较高的速度增长。
参考文献：
[1]牛磊，范娟娟，黄茂辉.聚甲醛生产工艺及国内发展状况的研究[J].化学工程师，2012,(2)：47-19
[2]王晓明，徐泽夕，王越峰等.聚甲醛的生产和应用[J].塑料工业，2012,40(3)：46-49
[3]庞绍龙，林桂芳.工程塑料聚甲醛的生产及其应用研究[J].化学工程与装备，2010,(3)：120-12
2[4]邵永涛，徐泽夕，曹志奎等.我国聚甲醛产业的现状[J].广州化工，2012，40(12)：65-68
[5]韩忠明，李靠昆.聚甲醛生产、消费及技术进展[J].化学工业与工程技术，2001,22(3)：14-17
[6]刘莉，史志刚，丁乃秀等.聚甲醛的生产及应用[J].塑料制造，2008，(7)：94-96
[7]柳传志.共聚甲醛生产工艺的研究[J].当代化工，2011,40(6)：653-655
[8]郭莉，于千.我国聚甲醛的生产与应用[J].石油化工应用，2008,27(4)：12-15
[9]刘莉,徐开杰.聚甲醛改性研究现状[J].工程塑料应用, 2008, 36(2): 71-75.
[10]黄格省.聚甲醛生产与市场分析[J].化工生产与技术，2000,7(5)：26-30
[11]韩元培.我国聚甲醛生产和改性发展现状[J].科技创新导报，2011,8(29)：102-103
第四篇：合成氨脱碳工艺
合成氨脱碳工艺简介 合成氨生产工艺简述
合成氨是一个传统的化学工业，诞生于二十世纪初。就世界范围来说，氨是最基本的化工产品之一，其主要用于制造硝酸和化学肥料等。合成氨的生产过程一般包括三个主要步骤:
(l)造气，即制造含有氢和氮的合成氨原料气，也称合成气;
(2)净化，对合成气进行净化处理，以除去其中氢和氮之外的杂质;
(3)压缩和合成，将净化后的氢、氮混合气体压缩到高压，并在催化剂和高温条件下反应合成为氨。其生产工艺流程包括：脱硫、转化、变换、脱碳、甲烷化、氨的合成、吸收制冷及输人氨库和氨吸收八个工序[1]。
在合成氨生产过程中，脱除CO2是一个比较重要的工序之一，其能耗约占氨厂总能耗的10%左右。因此，脱除CO2，工艺的能耗高低，对氨厂总能耗的影响很大，国外一些较为先进的合成氨工艺流程，均选用了低能耗脱碳工艺。我国合成氨工艺能耗较高，脱碳工艺技术也显得比较落后，因此，结合具体情况，推广应用低能耗的脱除CO2工艺，非常有必要。
1.1.4脱碳单元在合成氨工业中的作用
在最终产品为尿素的合成氨中，脱碳单元处于承前启后的关键位置，其作用既是净化合成气，又是回收高纯度的尿素原料CO2。以沪天化1000t/d合成氨装置脱碳单元为例，其需要将低变出口的CO2含量经吸收后降到0.1%以下，以避免甲烷化系统超温并产生增加能耗的的合成惰气，同时将吸收的CO2再生为99%纯度的产品CO2。在此过程中吸收塔压降还应维持在合理范围内以降低合成气压缩机的功耗。系统的扩能改造工程中，脱碳单元将为系统瓶颈，脱碳运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置的能力，必须同步进行扩能改造。
但是不论用什么原料及方法造气，经变换后的合成气中都含有大量的CO2，原料中烃的分子量越大，合成气中CO2就越多。用天然气(甲烷)为原料的烃类蒸汽转化法所得的CO2量较少，合成气中CO2浓度在15-20%，每吨氨副产CO2约1.0-1.6吨。这些CO2如果不在合成工序之前除净，不仅耗费气体压缩功，空占设备体积，而且对后续工序有害。此外，CO2还是重要的化工原料，如合成尿素就需以CO2为主要原料。因此合成氨生产中把脱除工艺气中CO2的过程称为“脱碳”，在合成氨尿素联产的化肥装置中，它兼有净化气体和回收纯净CO2的两个目的。
1.1.5脱碳方法概述
由变换工序来的低变气进脱碳系统的吸收塔，经物理吸收或者化学吸收法吸收二氧化碳。出塔气中二氧化碳含量要求小于0.1%。为了防止气体夹带出脱碳液，脱碳后的液体进人洗涤塔，用软水洗去液沫后再进入甲烷化换热器。脱碳塔出来的富液经换热器后，减压送至二氧化碳再生塔，用蒸汽加热再沸器，再脱去二氧化碳。由再生塔顶出来的CO2，经空冷器和水冷器，气体温度降至40℃，再经二氧化碳分离器除去冷凝水，送到尿素车间作原料。再生后的脱碳液(贫液)，先进溶液空冷器，冷却至65℃左右，由溶液循环泵加压，再经溶液水冷器冷却至40℃后，送入二氧化碳吸收塔循环使用。 1.2净化工序中脱碳方法
在合成氨的整个系统中，脱碳单元将为系统关键主项，脱碳工序运行的好坏，直接关系到整个装置的安全稳定与否。脱碳系统的能力将影响合成氨装置和尿素装置的能力。CO2是一种酸性气体，对合成氨合成气中CO2的脱除，一般采用溶剂吸收的方法。
根据CO2与溶剂结合的方式，脱除CO2的方法有化学吸收法、物理吸收法和物理化学吸收法三大类。
1.2.1化学吸收法
化学吸收法即利用CO2是酸性气体的特点，采用含有化学活性物质的溶液对合成气进行洗涤，CO2与之反应生成介稳化合物或者加合物，然后在减压条件下通过加热使生成物分解并释放CO2，解吸后的溶液循环使用。化学吸收法脱碳工艺中，有两类溶剂占主导地位，即烷链醇胺和碳酸钾。化学吸收法常用于CO2分压较低的原料气处理。 (l)烷链醇胺类的脱碳工艺有：
①-乙醇胺(monoethanolamine，H2NCH2CH2OH，MEA)法;
②甲基二乙醇胺(methyl diethanolamine，CH3N(CH2CH2OH)2，MDEA)法; ③活化MDEA法(即aMDEA工艺)。
(2)碳酸钾溶液作吸收剂的脱碳工艺，即热钾碱脱碳工艺有：
①无毒G-V法;②苯菲尔法;③催化热钾碱(Cata carb)法;④Flexsorb法[2]。 1.2.1.1.1MEA法
MEA法是一种比较老的脱碳方法。吸收过程中，MEA与CO2发生反应生成碳酸化合物，经过加热即可将CO2分解出来。该法的最大优点是可以在一个十分简单的装置中，把合成气中的CO2脱除到可以接受的程度。
但它本身存在两个缺点：(1) CO2能与吸收反应生成的碳酸化合物发生进一步反应生成酸式碳酸盐，该盐较稳定，不易再生;(2) CO2能与MEA发生副反应，生成腐蚀性较强的氨基甲酸醋，容易形成污垢。 1.2.1.2甲基二乙醇胺MDEA MDEA法脱碳过程中，CO2与甲基二乙醇胺(MDEA，一种叔胺)生成的碳酸盐稳定性较差，分解温度低，且无腐蚀性。相对其它工艺，MDEA法有以下优点：(1)能耗和生产费用低;(2)脱碳效率高，净化气中CO2含量可小于100ppm;(3)使用范围广，可用于大、中、小各型合成氨厂;(4)溶剂稳定性好;(5)溶剂无毒、腐蚀性极小;(6)能同时脱硫。由于MDEA具有以上优点，所以不需要毒性防腐剂，设备管道允许采用廉价碳钢材料，不需要钝化过程，耗热低，设备管道不需要伴热盘管，能达到很好的节能效果[3]。
在MDEA溶液中添加少量活化剂即为aMDEA法，活化剂为眯哇、甲基咪哇等，浓度约为2-5%。活性MDEA工艺开发于20世纪60年代末，第一套活化MDEA脱碳工艺装置是1971年在德国BAFS公司氨三厂投入使用在此后的几年里，另有8套装置采用了活化MDEA，这些装置的成功使用，使得aMDEA工艺自1982年后备受欢迎。我国在大型装置中使用MDEA脱碳工艺，乌鲁木齐石化公司化肥厂属于首例[4]。BAFS公司推出的aMDEA脱碳工艺，主要用于对原来MEA工艺的改造，近几年我国一些研究单位正在对这方面进行积极的研究。
1.2.1.3低热耗苯菲尔法
相对上述脱除CO2的吸收剂溶液，碳酸钾溶液更价廉易得，并具有低腐蚀，操作稳定，吸收CO2能力较强等特性。但碳酸钾溶液本身吸收CO2的速度缓慢，需要添加一些活化剂。其中如无毒G-V法工艺就是由意大利Giammaro-Vetrocoke公司所开发，最初使用的活化剂和缓蚀剂为As2O3，但对人体有毒。后来有人用氨基乙酸取代As2O3，消除了毒性，成为无毒G-V法。我国栖霞山化肥厂就采用了这种工艺。由美国联碳公司开发的低热耗苯菲尔法，用二乙醇胺(DEA)作活化剂，V2O5作为腐蚀防护剂。我国于20世纪90年代相继以布朗工艺建了4套装置，即锦西天然气化工厂、建峰化肥厂、四川天华公司化肥厂和乌鲁木齐石化总厂第二化肥厂，规模都是日产氨1000吨。低热耗苯菲尔工艺是由美国联碳公司在传统苯菲尔工艺基础上开发的，采用了节能新技术。国内在20世纪70年代引进的13套大型化肥装置中，有10套采用苯菲尔脱碳工艺。从1985年起，己有7套进行了用低热耗苯菲尔工艺改造。国内新建的以天然气为原料的大型合成氨装置，脱碳系统也多采用低热耗苯菲尔工艺，如锦天化厂、建峰厂、天华公司等。中海石油化学有限公司合成氨装置脱碳系统采用改良型苯菲尔流程[5]。苯菲尔法可在高温下运行，再生热低，添加的V2O5可防腐蚀，但该工艺需对设备进行钒化处理，要求工人的操作水平较高，并且浪费溶剂，能耗大，特别蒸汽用得多，有效气体损失也大，运行成本高等缺点。
1.2.2物理吸收法
物理洗涤是CO2被溶剂吸收时不发生化学反应，溶剂减压后释放CO2 (不必加热)，解吸后的溶液循环使用。相对化学吸收法，物理洗涤法的最大优点是能耗低， CO2不与溶剂形成化合物，减压后绝大部分CO2被闪蒸出来，然后采用气提或负压实现溶剂的完全再生。这就使得工艺投资省、能耗低、工艺流程简单。物理吸收法主要有Selxeol法、Elour法、变压吸附法及低温甲醇法等[6]。物理吸收法常用于高CO2分压的原料气处理。 1.2.2.1NHD法
NHD法被认为是目前能耗最低的脱碳工艺之一，该法使用的溶剂为聚乙二醇二甲醚的混合物，其分子式为CH3-O-(CH2-CH2-O)n-CH2，式中n=2-8。NHD是兖矿鲁南化肥厂与南京化学工业集团公司研究院、杭州化工研究所共同开发成功的一种物理吸收硫化氢和二氧化碳等酸性气体的高效溶剂[7]。NHD气体净化技术改造系脱除酸性气体的物理吸收新工艺，适合于合成气、天然气、城市煤气等的脱硫脱碳。NHD具有对设备无腐蚀，对CO
2、H2S等酸性气体的吸收能力强、蒸汽压低，挥发性小、热稳定性和化学稳定性好、不会起泡，无腐蚀性等优点，并且该法在NHD的再生过程中几乎不需要能量，通常利用空分装置富余的低压氮气在气提塔进行脱碳富液的气提再生，其优点是减少利用空气气提带来系统内NHD溶液含水量的富集，省去了空气水冷、气水分离及NHD脱水设备，节约了投资，简化了流程[8]。
1.2.2.2碳酸丙烯酯法(PC)法
碳酸丙烯酯法是碳酸丙烯酯为吸收剂的脱碳方法。其原理是利用在同样压力、温度下，二氧化碳、硫化氢等酸性气体在碳酸丙烯酯中的溶解度比氢、氮气在碳酸丙烯酯中的溶解度大得多来脱除二氧化碳和硫化氢而且二氧化碳在碳酸丙烯酯中溶解度是随压力升高和温度的降低而增加的，CO2等酸性气体在碳丙溶剂中溶解量一般可用亨利定律来表达，因而在较高的压力下，碳酸丙烯酯吸收了变换气中的二氧化碳等酸性气体，在较低的压力下二氧化碳能从碳酸丙烯酯溶液中解吸出来，使碳酸丙烯酯溶液再生，重新恢复吸收二氧化碳等酸性气体的能力。碳酸丙烯酯法具有溶解热低、粘度小、蒸汽压低、无毒、化学性质稳定、无腐蚀、流程操作简单等优点。
该法CO2的回收率较高，能耗较低，但投资费用较高。适用于吸收压力较高、CO2净化度不很高的流程，国内主要是小型厂使用。用碳丙液作为溶剂来脱除合成氨变换气中CO2工艺是一项比较适合我国国情的先进技术，与水洗工艺比较，除具有物理吸收过程显著的节能效果外，在现有的脱碳方法中，由于它能同时脱除二氧化碳、硫化氢及有机硫化物，加上再生无需热能，能耗较低等优势，在国外合成氨和制氢工业上已得到广泛应用。 1.2.2.3变压吸附法
变压吸附气体分离净化技术，简称PSA(Pressure Swing Adsorption)。变压吸附法是近几年才用于合成气净化的，它属于干法，采用固体吸附剂在改变压力的情况下，进行(加压)吸附CO2或(减压)解吸。变压吸附法分离气体混合物的基本原理是利用某一种吸附剂能使混合气体中各组份的吸附容量随着压力变化而产生差异的特性，选择吸附和解吸再生两个过程，组成交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同温度下进行。可用此法改造小型氨厂，将低能耗，在大型氨厂使用显得困难[9]。
为了达到连续分离的目的，变压吸附脱碳至少需要两个以上的吸附塔交替操作，其中必须有一个吸附塔处于选择吸附阶段，而其它塔则处于解吸再生阶段的不同步骤。在每次循环
中，每个吸附塔依次经历吸附、多次压力均衡降、逆向放压、抽空、多次压力均衡升、最终升压等工艺步骤。
目前，此种类型的装置在全国合成氨厂已广泛采用。如四川什邡某氮肥厂为天然气富氧造气，变换气脱碳采用我公司近年来开发的节能型变压吸附脱碳新工艺，多塔进料，多次均压，并实现了吸附塔和真空泵的新组合，同时对吸附剂、程控阀门、控制系统、动力设备的配置都做了较大的改进，从而使H
2、N2有效气体回收率大大提高，能耗进一步降低，装置投资也有所减少[10]。 1.2.2.4低温甲醇洗法
低温甲醇洗工艺(Rectisol Process)系由德国林德公司(Linde)和鲁奇公司(Lurgi)开发，是利用甲醇溶剂对各种气体溶解度的显著差别，可同时或分段脱除H2S、CO2和各种有机硫等杂质，具有气体净化度高、选择性好、溶液吸收能力强，操作费用低等特点，是一种技术先进、经济合理的气体净化工艺。自1954年Lurgi公司在南非Sasol建成世界上第一套工业规模的示范性装置以来，目前有100余套装置投入运行，尤其是大型渣油气化和煤气化装置的气体净化均采用低温甲醇洗工艺。
低温甲醇(Rectisol)法具有一次性脱除CO2，溶液便宜易得，能耗低，适用范围广泛等特点。但该法投资很大，我国镇海炼化厂大化肥等四家以重油和煤为原料的合成氨装置使用了低温甲醇法脱除CO2。
1.2.3物理化学吸收法
物理化学吸收法脱除CO2工艺主要有环丁砜(Sulfinol)法和常温甲醇(Amisol)法，物理化学吸收法常用于中等CO2分压的原料气处理。环丁砜法中所使用的溶剂由是环丁矾、二异丙醇胺与水组成，能同时吸收CO2和硫的化合物，且吸收速度快，净化度高，但再生耗热多，目前只有一些中小型厂使用。常温甲醇法是在甲醇中加入了二乙醇胺，当CO2分压升高时，以其在甲醇中溶解的物理吸收为主;当CO2分压较低时，以其与二乙醇胺发生化学反应的化学吸收为主，该法应用范围广，净化率高，但对H2S和CO2的选择性较差，己很少使用。
1.2.4固体吸附
固体吸附是CO2在加压时被吸附在多孔状固体上，减压时吸附的CO2被解吸，亦称变压吸附。
1.3碳酸丙烯酯(PC)法脱碳工艺基本原理
1.3.1PC法脱碳技术国内外现状
PC为环状有机碳酸酯类化合物，分子CH3CHOCO2CH2，该法在国外称Fluor法。PC法是南化集团研究院等单位于20世纪70年代开发的技术，1979年通过化工部鉴定。据初步统计，已有150余家工厂使用PC技术，现有装置160余套，其中大型装置两套，其余为中小型装置。大部分用于氨厂变换气脱碳。总脱碳能力约300万吨合成氨/年，其中配尿素型应用较多，占60%左右，至今该法仍是联碱、尿素、磷铵等合成氨厂使用最广的脱碳方法，其开工装置数为MDEA、NHD法总和的数倍。
1.3.2发展过程
PC技术的应用，主要经历了两个阶段：第一阶段始于70年代末，两个小氮肥厂用PC法代替水洗法脱CO2的工业试验装置获得成功，取得了明显的节能效果和经济效益。加之PC法在工艺上与水洗法相似，改造费用低，很快在一些小氮肥企业中推广应用;第二阶段，20世纪90年代以来，随着小化肥改变碳铵单一产品结构，适应市场需要，采用脱碳增氨转产尿素或联醇等方法，以提高经济效益，增强小化肥的竟争能力。为此，需要增设一套变换气脱碳装置，由于PC技术为典型的物理吸收过程，流程简单，投资少，节能明显，技术易于掌握。因此，很快得到了推广，并扩大了应用范围，技术上也趋于成熟。
1.3.3技术经济
由于碳丙脱碳纯属物理过程，因而它的能耗主要消耗在输送流体所须的电能。碳丙溶剂对CO2等酸性气体的吸收能力较大，一般为同条件下水吸收能力的4倍。因此，代替水洗法脱除变换气中CO2不但满足铜洗要求，而且回收CO2的浓度和回收率也能满足尿素、联碱生产的要求。与水洗法相比可节省电耗150-250KWh/tNH3，可节省操作费10-25元/t NH3。因而应用碳丙脱碳的厂家均可获得明显的节能效果。但这种效果随着工艺配置、设备、操作状况，处理规模和目的的不同而差异较大。碳丙脱碳与几种脱碳方法的能耗比较如表1.1。
表1.1 几种脱碳方法的能耗比较表 方法名称 加压水洗 能耗 2847
苯菲尔法 位阻胺法 改良MEDA法
1884
NHD法 1047-1256
PC法 1256
3558-5442 3349-4187
1.3.4工艺流程
1.3.4.1气体流程
(1)原料气流程
由压缩机三段送来2.3MPa的变换气首先进入水洗塔底部与水洗泵送来的水在塔内逆流接触，洗去变换气中的大部分油污及部分硫化物，并将气体温度降到30℃以下，同时降低变换气中饱和水蒸汽含量。气体自水洗塔塔顶出来进入分离器，自分离器出来的气体进入二氧化碳吸收塔底部，与塔顶喷淋下来的碳酸丙烯酯溶液逆流接触，将二氧化碳脱至工艺指标内。净化气由吸收塔顶部出来进入净化气洗涤塔底部，与自上而下的稀液(或脱盐水)逆流接触，将净化气中夹带的碳酸丙烯酯液滴与蒸气洗涤下来，净化气由塔顶出来后进入净化气分离器，将净化气夹带的碳酸丙烯酯雾沫进一步分离，净化气由分离器顶部出来回压缩机四段入口总管。根据各厂的具体情况和氨加工产品的不同，相匹配的碳丙脱碳条件及要求亦各异。在使用上，有替代加压水洗型、联碱型、配尿素型、联醇型、生产液氨型以及制氢等各类型;在净化效率上，有的对CO2进行粗脱，而大部分厂家，则进行精脱;对脱碳压力，有采用0.4MPa、1.1-1.3Mpa、1.6-1.8Mpa、2.5-2.8Mpa及4.3Mpa等多种类型。 (2)解吸气体回收流程
由闪蒸槽解吸出来的闪蒸气进入闪蒸气洗涤塔，自下而上与自上而下的稀液逆流接触，将闪蒸气夹带的液滴回收下来。闪蒸气自闪蒸气洗涤段出来后进入闪蒸气分离器，将闪蒸气夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离下来，闪蒸气自分离器顶部出来送碳化，脱除二氧化碳并副产碳酸氢铵后，闪蒸气回压缩机一段入口总管。
由常解塔解吸出来的常解气进入常解-汽提气洗涤塔的常解气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴与饱和于常解气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，常解气自常解气洗涤段出来后进入常解气分离器，将常解气中夹带的碳酸丙烯酯液滴进一步分离，常解气自分离器顶部出来送食品二氧化碳工段。
汽提气由汽提塔出来后进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段，与自上而下的稀液逆流接触，将汽提气中夹带的碳酸丙烯酯液滴和饱和汽提气中的碳酸丙烯酯蒸气回收下来，经洗涤后汽提气由塔顶放空。 1.3.4.2液体流程
(1)碳酸丙烯酯脱碳流程简述
贫碳酸丙烯酯溶液从二氧化碳吸收塔塔顶喷淋下来，由塔底排出称为富液。富液经自调阀进入溶液泵-涡轮机组的涡轮，减压后进入闪蒸槽，自闪蒸槽出来的碳酸丙烯酯液一部分进入过滤器，大部分不经过过滤器，二者混合过后进入常解-汽提塔的常解段，碳酸丙烯酯液自常解段底部出来经过两液封槽进入汽提塔顶部，与自下而上的空气逆流接触，将碳酸丙烯酯溶液中的二氧化碳进一步汽提出来，经汽提后的碳酸丙烯酯溶液为贫液，贫液由汽提塔出来进入循环槽，再由循环槽进入溶液泵-涡轮机组的溶液泵，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。 (2)稀液流程循环
稀液(或软水)由常解-汽提气洗涤塔的常解段出来，经稀液泵加压后送往净化气洗涤塔上部自上而下。由塔底出来经自调阀进入闪蒸气洗涤塔的上部自上而下，由底部出来经自调阀进入常解-汽提气洗涤塔的汽提气洗涤段自上而下，由底部出来经一U型液封管进入常解气洗涤段继续循环。
1.3.5存在的问题及解决的办法
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溶剂蒸汽压高;
b.PC气相回收系统不完善; c.操作管理水平的影响。
(2)净化气中CO2含量容易跑高，吨氨电耗高。净化气中CO2含量高，原因是多方面的如再生效果不好，系统残碳高或冷却不好等等。
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有以下几个方面。
1.3.6 PC法脱碳技术发展趋势
1.3.6.1塔器优化
塔器的优化包括塔径、塔填料、塔内件、塔过程控制的技术改造，改造后往往可提高20%-50%或更高的生产能力，改造主要分两部分进行:一是脱碳塔气液分布器和填料的改造，其目的是提高通气量和强化气液接触效率，加大润湿面积。具体办法是设税全截面均匀分布的气体和液体分布器，部分或全部采用规整填料;二是再生塔的改造。由于传统设计中再生塔常解段均为淋降式，当系统硫含量高时，受逆流及淋降板开孔直径的限制，易造成溶液中的单质硫积累结垢，渐渐堵塞淋降板上的开孔，使其失效故往往生产2年后再生效果会明显不如以前。由此可见，必须对这种结构彻底改造。具体办法是将常解段改为筛板或填料塔型，并增设类似塔型的真空解析段。
改造工作除了塔器以外，还进行了系统工艺优化，具体内容有：(1)调整溶剂泵的扬程，串联1台增压泵;(2)气提流程由原正压气提改为负压气提，有利于提高贫度;(3)降低变换气和循环溶剂的温度，以提高碳丙吸收能力;(4)采取碳丙溶剂半过滤或全过滤方法，杜绝系统堵塞隐患;(5)提高变换气脱硫效果;(6)碳丙稀液回收改造[11]。 1.3.6.2复合溶剂法
用两种或两种以上的物理、化学或物理化学溶剂作为复合溶剂净化酸性气体的研究，多年来一直方兴未艾。复合溶剂法的优点从选择性和吸收能力分析，特别是高分压下，选择合适的复合溶剂，优于纯溶剂，显著地提高了溶剂的吸收能力;另一方面明显地降低了能耗。除此以外，复合溶剂为了达到操作特性要求所作的混合过程，还具有其它方面的灵活性，即复合溶剂的组成。而且，复合溶剂可以优化配方用最低的费用达到所须的分离要求(见表1.2)。
表1.2 两种方法的技术经济比较(以吨氨计)
项目 CO2净化度(%) 溶剂损耗(Kg) 电耗(KWh) 操作成本(元)
PC法 0.8 1.5 145 85
复合溶剂法
0.5 0.75 100 60 1.3.6.3低温PC法
实践证明，低温碳丙法具有以下优点：(1)气体净化度高;(2)降低溶剂循环量;(3)降低溶剂损耗。
为了在较低操作压力下获得需要的气体净化度、降低溶剂循环量、节省动力消耗、降低溶剂蒸发损失，吸收操作可在低于常温条件下进行，即低温碳酸丙烯酯脱碳技术。CO2在溶剂中的溶解度可用下式表示：lgx*=lgp+B/T+C+lgζ
式中：
x*——CO2在含水溶剂中的饱和溶解度，摩尔分数;p——气相CO2分压，1.01×105Pa; B、C——常数，B=686.1，C=-4.245;
ζ——溶剂含水量的修正系数，当含水量为2%时，ζ=0.9，lgζ=-0.046; T———吸收温度，K。 1.4工艺设计的意义和目的
随着合成氨工业的飞速发展与国际经济的迅速变化，合成氨工业的经济性急需要提高，来降低成本，抵御风险。就碳酸丙烯酯法脱碳工艺进行深入研究，以达到成本最低化，资源有效化。
因此，在国际经济与国家政策的前提下，将合成氨的风险和利润投入到中间工序脱碳工段，对陷入困境的化工行业是一个很好的出路，对内外交困的合成氨行业来说，可以避免风险，降低成本。此工艺能有效缩短流程，降低能源消耗，减少污染排放，在提高产品附加值的同时也填补了脱碳工艺的国内空白，并且为合成氨领域的进步积累了难得经验。
第五篇：合成氨工艺指标
4.工艺控制指标
(1)脱硫工序
铁锰脱硫出口： S≤5ppm 氧化锌出口硫含量： ≤0.1ppm 加氢量 ： 2~5% 进口温度TIC-111： 380±5℃ 氧化锌出口温度： ≤360℃ 进脱硫系统压力： ≤4.1 MPa (2)转化工序
水碳比：
3.2~3.5 一段炉进口压力：≤3.82 MPa 对流段出口烟压：-2000 Pa 炉膛负压：
-100 Pa 工艺空气盘管温度：≤615℃ 原料天然气盘管NO.4：≤400℃
燃料天然气预热盘管：≤200℃ 一段炉阻力： ≤0.35 MPa 二段炉出口温度：
≤997℃ 二段炉出口甲烷：
≤0.5% 脱氧槽液位： 80%以上 中压汽包液位： 1/3～2/3 锅炉给水O2含量： ≤0.007ppm (3)变换工序
高变进口温度： TIC-157 370±5℃高变出口CO： ≤3 % 高变汽包蒸汽压力： ≤2.5 MPa 低变出口温度： ≤228℃ (4)脱碳工序(碳酸钾溶液)
吸收嗒入气温度： 81℃±5℃ 吸收塔进贫液温度：70℃±5℃ 再生气温度： <40℃ 吸收塔压差： <45KPa 一段炉出口甲烷：
≤12.84% 燃料气压力PI-811： ≤0.35 MPa 排烟温度：
≤170℃ 混合气盘管出口温度：≤610℃ 过热蒸汽盘管NO.3： ≤360℃
原料天然气盘管NO.7：≤295℃ 一段炉出口温度： ≤801℃ 二段炉阻力：
≤92 KPa 二段炉水夹套温度：
≤100℃ 中压汽包蒸汽压力：
≤4.2 MPa 脱氧槽压力： ≤20KPa
锅炉给水PH值： 8.8～9.3 二段炉出口甲烷 ≤ 0.5% 高变出口温度： ≤436℃
高变汽包液位： 1/3~2/3 低变进口温度TIC-220 ：200±5℃低变出口CO： ≤0.3 % 吸收塔出气温度： 70℃±5℃ 吸收塔进半贫液温度： 112℃±5℃ 再生塔出口贫液温度： 120℃±5℃ 再生塔压差： <20KPa
再生塔出再生气压力： <75KPa 低变废锅蒸汽压力 ： 0.40~0.50MPa 吸收塔出二氧化碳含量： ≤0.1% 再生气纯度： ≥98.5 % 汽提塔出口水中电导率： ≤10μs/cm 吸收塔液位： 1/2~2/3 闪蒸槽液位： 1/2~2/3 低水分液位： 1/3~2/3 低变废锅液位： 1/3~2/3 净水分液位： 1/3~2/3 铁离子含量： <100ppm 汽提塔液位： 1/2~2/3 再生塔中部液位： 1/3~2/3 贫液流量： ≤ 96 t / h 总碱度： 25~30% 半贫液再生度： 1.35~1.45 DEA V5+/V4+： ≥0.5 甲烷化工序
甲烷化进口温度： 310℃±5℃ 甲水分出口温度： <40℃ 甲水分液位： ≤10 %
再生塔上部液位： ≥30 % 再生塔下部液位： 1/2~2/3 半贫液流量： ≤ 778 t / h 贫液再生度： 1.15~1.25 ： 2~3% 总矾： 0.7~1.0%(以KVO3) 甲烷化床层温度： ≤350℃ 甲烷化出口CO+CO2：≤10ppm (5)