年產(chǎn)18萬噸合成氨尿素項目改造建設(shè)可行性論證報告

PAGEPAGE871總論1.1概述1.1.1項目名稱、主辦單位名稱及法人1.1.1.1項目名稱：湖北洋豐股份有限公司“18.30”1.1.1.2主辦單位：湖北洋豐股份有限公司1.1.1.3企業(yè)性質(zhì)：有限責(zé)任公司1.1.1.3企業(yè)法定代表人：趙思儉1.1.2項目建議書編制的依據(jù)和原則1.1.2.1編制依據(jù)（1）菏澤開發(fā)區(qū)管委會與山東省化工規(guī)劃設(shè)計院簽訂的設(shè)計合同。（2）菏澤開發(fā)區(qū)管委會提供的設(shè)計基礎(chǔ)資料。（3）“化工建設(shè)項目可行性研究報告內(nèi)容和深度的規(guī)定”（修訂本）。1.1.2.2編制原則

（1）項目技術(shù)和設(shè)備立足國內(nèi)，技術(shù)先進、可行。選取技術(shù)方案力求做到技術(shù)先進、可靠、經(jīng)濟合理、切合實際，并在節(jié)能降耗、提高產(chǎn)品質(zhì)量、降低生產(chǎn)成本、節(jié)約投資上下功夫。

（2）充分利用已有裝置、公用工程、輔助工程、廠內(nèi)空閑地及生產(chǎn)管理設(shè)施，以節(jié)約投資，加快建設(shè)速度。

（3）主體工程與環(huán)境保護，勞動安全與工業(yè)衛(wèi)生同時考慮，資源循環(huán)利用，減少“三廢”排放，環(huán)保以新代老，確保達標(biāo)排放，排放總量符合當(dāng)?shù)丨h(huán)保要求。（4）優(yōu)化設(shè)計方案，提高企業(yè)經(jīng)濟效益和社會效益。（5）設(shè)計中遵守國家法令、法規(guī)及有關(guān)標(biāo)準(zhǔn)、規(guī)范。1.1.3項目提出的背景、投資必要性和經(jīng)濟意義1.1.3.1企業(yè)概況湖北洋豐集團是一家以生產(chǎn)高濃度復(fù)合肥為主要產(chǎn)品的大型磷化工企業(yè)，擁有湖北洋豐股份有限公司、湖北新洋豐肥業(yè)有限公司、湖北澳特爾化工有限公司等核心層企業(yè)，總部坐落在素有“中國磷都”之稱的湖北省荊門市，并在宜昌、山東菏澤設(shè)有現(xiàn)代化生產(chǎn)基地，現(xiàn)有資產(chǎn)總額20億元，具有年產(chǎn)高濃度復(fù)合肥300萬噸的生產(chǎn)能力，其中硫酸鉀復(fù)合肥90萬噸、尿基復(fù)合肥100萬噸、磷酸一銨60萬噸、高塔造粒40萬噸，BB肥10萬噸，另有過磷酸鈣20萬噸，并配套了18萬噸合成氨、150萬噸硫酸等生產(chǎn)裝置，是全國磷復(fù)肥行業(yè)前三強，湖北省最大的高濃度復(fù)合肥生產(chǎn)基地，NPK復(fù)合肥和磷酸一氨產(chǎn)銷量全國第一。公司先后榮膺“全國科技進步先進單位”、“全國守合同重信用企業(yè)”、“中國化肥50強”、“中國化工100強”、“湖北名牌產(chǎn)品”和“國家免檢產(chǎn)品”等榮譽稱號。公司質(zhì)量管理體系健全、檢測手段完備，首批通過ISO9001質(zhì)量管理體系認(rèn)證。湖北洋豐股份有限公司為更好地服務(wù)三農(nóng)，積極實施銷售市場終端戰(zhàn)略,于2004年12月在我國著名的“牡丹之鄉(xiāng)”-——山東省菏澤市成立菏澤分公司，實行就地生產(chǎn)就地銷售。分公司現(xiàn)有資產(chǎn)總額1.2億元，占地面積210余畝，員工1000余人，年生產(chǎn)高濃度復(fù)合肥70萬噸。公司生產(chǎn)的產(chǎn)品品種齊全，質(zhì)量優(yōu)良，適合不同地區(qū)、不同季節(jié)、不同作物的需求。尤其是三期工程采用目前世界復(fù)合肥行業(yè)最先進的高塔熔體造粒技術(shù)，年生產(chǎn)能力達40萬噸，于2006年1月動工，當(dāng)年9月投車生產(chǎn)，建設(shè)速度創(chuàng)國內(nèi)同類裝置新記錄。該項目以熔融尿素、磷、鉀等為原料，充分混合后，從116米高的塔頂噴淋而下，自然冷卻造粒。使用高塔造粒工藝生產(chǎn)出的“洋豐”牌復(fù)合肥顆粒均勻剔透，色澤光亮，并在中間露有清晰可見的針孔，產(chǎn)品不易假冒，質(zhì)量有保證。公司技術(shù)先進，設(shè)備一流，管理科學(xué)，效益顯著，2006年將實現(xiàn)銷售收入4億元，獲綜合效益3000萬元，提供就業(yè)崗位1000余個，有力地促進了菏澤的經(jīng)濟發(fā)展和農(nóng)村的經(jīng)濟繁榮。菏澤分公司將始終遵循中央“服務(wù)農(nóng)業(yè)、繁榮農(nóng)村、富裕農(nóng)民”的政策，堅持“凝聚人心、務(wù)實創(chuàng)新、恪守誠信、強企富民”的企業(yè)理念，積極進取，開拓創(chuàng)新，把企業(yè)做大做強，為洋豐股份有限公司爭當(dāng)中國磷復(fù)肥行業(yè)霸主而努力奮斗。1.1.3.2項目提出的背景、投資必要性和經(jīng)濟意義菏澤是全國著名的農(nóng)產(chǎn)品商品生產(chǎn)基地。2003年實現(xiàn)農(nóng)業(yè)增加值115億元。年產(chǎn)小麥、玉米等糧食270萬噸，棉花24萬噸，油料56萬噸，瓜果四季豐盛，年產(chǎn)蔬菜947萬噸，中藥材資源達402個品種，年產(chǎn)1.5萬多噸。在新亞歐大陸橋經(jīng)過的28個地級市和京九鐵路沿線22個地級市中糧食、棉花、油料、水果產(chǎn)量均居前三位。林業(yè)資源豐富，是全國首批四個平原綠化達標(biāo)地區(qū)之一，全國平原綠化先進地區(qū)。是國家批準(zhǔn)的林產(chǎn)品交易中心，每年舉辦一次全國林產(chǎn)品交易會。木材蓄積量1340萬立方米。占山東省六分之一。年加工木材500萬立方米，出口創(chuàng)匯5000萬美元。200萬畝速生豐產(chǎn)林基地和50萬畝南竹北移基地正在建設(shè)。菏澤是全國農(nóng)區(qū)最大的經(jīng)濟林基地，果樹面積達到130多萬畝，年產(chǎn)果品58萬噸。菏澤牡丹獨具特色，現(xiàn)有種植面積5萬畝，分九大色系，800個品種。菏澤國際牡丹花會每年舉辦一次。發(fā)展化肥行業(yè)，支持農(nóng)業(yè)發(fā)展，符合國家產(chǎn)業(yè)政策，為我國政府鼓勵發(fā)展項目。尤其是近兩年來，由于國際油價的飚升，國際尿素價格急速上漲，尿素出口量大，造成國內(nèi)尿素價格居高不下，農(nóng)民負(fù)擔(dān)加重。擴大尿素生產(chǎn)規(guī)模，緩解尿素供應(yīng)緊張局面，對企業(yè)及當(dāng)?shù)剞r(nóng)業(yè)的發(fā)展有著積極作用。受國際原油、天然氣價格的影響，以煤為原料的化肥行業(yè)越來越顯現(xiàn)出原料優(yōu)勢。根據(jù)“國發(fā)（1996）36號”文件關(guān)于加強資源綜合利用節(jié)能降耗的精神，并結(jié)合荷澤地區(qū)的資源狀況及該企業(yè)的發(fā)展規(guī)劃，充分利用當(dāng)?shù)氐拿嘿Y源優(yōu)勢。該工程產(chǎn)品熔融尿素作為復(fù)合肥的原料，并將該工程合成氨裝置產(chǎn)生的造氣爐渣和煤灰作為熱電廠的鍋爐燃料，實現(xiàn)爐渣和煤灰變廢為寶。按照循環(huán)經(jīng)濟發(fā)展的原則，進一步提高資源的利用率，并對生產(chǎn)過程中的廢棄物進行綜合、再生利用。該工程內(nèi)部原料、產(chǎn)品基本上為鏈?zhǔn)疆a(chǎn)品體系，減少了物流環(huán)節(jié)，降低了物流費用，與同行業(yè)相比具有較強的資源優(yōu)勢、價格優(yōu)勢。本工程建成后，不僅充分利用合成氨生產(chǎn)的造氣爐渣和煤灰，變廢為寶，所有工藝生產(chǎn)熱負(fù)荷均實現(xiàn)集中供熱、熱電聯(lián)產(chǎn)，可節(jié)約能源，給企業(yè)帶來好的經(jīng)濟效益和社會效益。湖北洋豐股份有限公司經(jīng)過多年的運行和改造，積累了豐富的化工生產(chǎn)運行經(jīng)驗，培養(yǎng)了大量的技術(shù)、管理人才，為合成氨、尿素節(jié)能技術(shù)改造項目奠定了堅實的基礎(chǔ)。1.1.3.3項目建設(shè)的有利條件（1）資源優(yōu)勢：山東省煤田地質(zhì)局勘探二隊和物探測量隊經(jīng)過多年的普查和詳查，確定菏澤所屬巨野煤田貯量較大，南北長80公里，東西平均寬12公里，面積約960平方公里。國家計委計基礎(chǔ)（1473）號文件批復(fù)巨野礦區(qū)總體發(fā)展規(guī)劃，該煤田可采煤層6層，平均總厚度8.62米，負(fù)1000米以淺總儲量為34.8億噸，且煤種齊全，煤質(zhì)優(yōu)良，主要為低灰、特低硫、高揮發(fā)份、富油煤，是發(fā)展煤化工的上等原料。在現(xiàn)有基礎(chǔ)上建設(shè)本項目的最大背景優(yōu)勢就在于資源優(yōu)勢，把項目所在區(qū)域的明顯資源優(yōu)勢轉(zhuǎn)變?yōu)榱己玫慕?jīng)濟優(yōu)勢，是本項目的主要依據(jù)。（2）經(jīng)營優(yōu)勢：湖北洋豐股份有限公司從技術(shù)、管理等方面繼承了國有企業(yè)嚴(yán)謹(jǐn)、規(guī)范的良好傳統(tǒng)，而從觀念、經(jīng)營方式等方面又吸取現(xiàn)代企業(yè)的科學(xué)手段。（3）交通運輸：菏澤交通便捷，四通八達，京九鐵路，新石鐵路(新亞歐大陸橋)橫貫東西。日東高速衡連京福、京滬、京珠高速，濟菏高速直通山東省會濟南，菏蘭高速、菏徐高速、德商高速連通河南、江蘇兩省，直接與霍連高速相連接。菏澤市境內(nèi)各類公路通車?yán)锍?645公里，其中省級以上公路1387公里。菏澤距濟南、鄭州國際機場均為200公里。（4）擬建項目工程擬選廠址于菏澤市開發(fā)區(qū)煤化工業(yè)園，具體位置是：上海路以東，渤海路以北。項目占地面積約20公頃(200000m該場地符合菏澤市總體規(guī)劃和用地布局，地域開闊，土地面積可以滿足本項目用地要求，并有一定的發(fā)展余地；地形條件良好，整平量??；就地取用地下水作為供水水源，水質(zhì)好，水量有保證，輸距離較短，管線敷設(shè)方便；排水距離較近。交通運輸條件得天獨厚，當(dāng)?shù)毓?、鐵路運輸均很發(fā)達。原材料供應(yīng)有保證。因此，該場地是較為理想的項目建設(shè)地。（5）湖北洋豐股份有限公司在發(fā)展中自我壯大，建立了現(xiàn)代企業(yè)制度，領(lǐng)導(dǎo)班子團結(jié)、清正、廉潔、求新、務(wù)實，并具備創(chuàng)業(yè)精神和開拓能力。滾動發(fā)展的過程中培養(yǎng)了一支素質(zhì)高能力強的員工隊伍和一批事業(yè)心強、專業(yè)水平高的技術(shù)隊伍。強有力的領(lǐng)導(dǎo)班子及技術(shù)隊伍為該項目的建設(shè)奠定了基石。1.1.4研究的范圍

本項目可行性研究的范圍為合成氨裝置、尿素裝置及相應(yīng)的公用工程及輔助工程、“三廢”治理、概算、經(jīng)濟分析等。1.2研究結(jié)論（1）該項目符合國家產(chǎn)業(yè)發(fā)展政策，符合行業(yè)發(fā)展規(guī)劃，項目投產(chǎn)后可增加企業(yè)的競爭能力。（2）本項目擬綜合利用豐富的煤炭資源、水資源、電資源，采用工藝先進、國內(nèi)有知識產(chǎn)權(quán)的可靠技術(shù)生產(chǎn)合成氨、甲醇、尿素，產(chǎn)品基本上為鏈?zhǔn)疆a(chǎn)品體系，減少了物流環(huán)節(jié)，降低了物流費用，達到規(guī)模效益，從而使煤炭資源真正做到高效、綜合利用，并最大限度地帶動相關(guān)產(chǎn)業(yè)的發(fā)展。（3）本項目生產(chǎn)過程中產(chǎn)生的廢氣、廢水、廢渣等在設(shè)計中盡量在工藝過程中處理，減少三廢的排放量。三廢排放均能達到國家的有關(guān)規(guī)定和標(biāo)準(zhǔn)，不會增加對環(huán)境的污染。（4）該廠交通方便，水、電供應(yīng)有保證。（5）該項目經(jīng)濟效益是好的，社會效益也較好，不會造成對環(huán)境的污染，項目可行。附：主要技術(shù)經(jīng)濟指標(biāo)表

序號項目名稱單位數(shù)量備注一生產(chǎn)規(guī)模1總氨萬t/a202甲醇萬t/a2.03尿素萬t/a30二產(chǎn)品方案1尿素萬t/a302甲醇萬t/a2.0三年操作日天300四主要原材料、燃料用量1原料煤萬t/a30五公用工程消耗量1供水（新鮮水）(1)最大用水量M3/h800(2)平均用水量M3/h7602供電(1)設(shè)備容量KW75262(2)用電負(fù)荷KW63451(3)年消耗量KW.h4.57×1083供汽(1)最大用汽量t/h81.8(2)平均用汽量t/h50.91六三廢排放(一)合成氨裝置(1)廢氣Nm3/h149760(2)廢水M3/h3430處理后循環(huán)使用（3）廢渣t/h9.68(二)尿素裝置(1)廢氣Nm3/h2.9X105(2)廢水M3/h19序號項目名稱單位數(shù)量備注七運輸量1運入量t/a7580302運出量t/a1411010八新增定員人400九廠區(qū)占地面積m2600000十建筑物占地面積m2158160十一工程項目總投資萬元687901固定資產(chǎn)投資萬元66857(1)建設(shè)投資萬元64411(2)固定資產(chǎn)投資方向調(diào)節(jié)稅萬元0(3)建設(shè)期利息萬元24462流動資金萬元6443其中鋪底流動資金萬元1933十二報批項目總投資萬元68790十三年銷售收入萬元58606十四年均利潤總額萬元16949十五所得稅萬元5593十六稅后利潤萬元11356十七財務(wù)評價指標(biāo)1投資利潤率%23.122投資利稅率%28.323資本金凈利潤率%54.914全投資投資回收期年4.32所得稅前年5.25所得稅后5全投資內(nèi)部收益率%28.07所得稅前%21.12所得稅后6自有資金內(nèi)部收益率%30.567盈虧平衡點%45.588人民幣全部貸款償還期年5.06（含建設(shè)期1.5年）

市場預(yù)測2.1該工程產(chǎn)品熔融尿素作為復(fù)合肥的原料。2.2產(chǎn)品價格的分析2.2.1尿素產(chǎn)品價格的分析長期以來，我國尿素的生產(chǎn)、銷售和價格一直受到國家計劃管理、控制。二十世紀(jì)七十年代建設(shè)的大型尿素廠其尿素出廠價由國家制定，其余大中型廠由省有關(guān)部門確定，小化肥廠生產(chǎn)的尿素一般隨行就市。國內(nèi)尿素的價格自1997年以來基本趨勢是下降，主要有兩方面的因素，一是國產(chǎn)尿素產(chǎn)量上升很快，市場貨源充足，農(nóng)民和農(nóng)資公司貯存化肥減少，尿素不再緊俏。二是糧食價格的下跌，帶動尿素價格下跌。自2001年下半年以來，國內(nèi)尿素市場環(huán)境逐步好轉(zhuǎn)，尿素價格一路攀升，主要原因：糧食價格自2000年以來一直處于緩慢回升之中，對尿素價格起到了關(guān)鍵支撐作用；近年來，煤炭、天然氣價格上漲推動了尿素價格的上漲。1995年以來的國際/國內(nèi)尿素（普通）價格變化范圍如下表：年份東歐FOB散裝美元/噸中東FOB散裝美元/噸國內(nèi)出廠價元/噸1995175-208170-2201500-20001996165-200180-2101150170135-1751200-1400199880-9580-1041100-1300199962-7070-85900-1100200070-13075-104900-1200200175-11595-115900-1200200285-120105-1251000155140-1601250-1400從長遠看，世界尿素供需因消費的增加和價格的回升而趨于穩(wěn)定，國際尿素散裝FOB價格應(yīng)在120-150美元/噸之間波動。國內(nèi)在促進農(nóng)業(yè)產(chǎn)業(yè)結(jié)構(gòu)的調(diào)整后，化肥用量會逐年增加，相應(yīng)尿素消費也將增加，能源價格上漲趨勢增加，預(yù)計今后國內(nèi)普通顆粒尿素出廠價將維持在1500~1800元/噸之間。本次可研尿素價格取1600元/噸。2.2.2甲醇產(chǎn)品價格的分析近年來國內(nèi)外甲醇市場價格有個特點，由于國外甲醇裝置日趨超大型化，雖然目前世界總生產(chǎn)能力供過于求，但當(dāng)國外某些大型裝置產(chǎn)生故障或停車檢修時，就會波及市場甲醇的供需平衡，引起甲醇價格隨之波動。另外，原料價格的上漲也引起甲醇價格的波動。1996年國際甲醇市場價在138~165美元/噸，1997年1月，美國市場甲醇價格暴漲，達到200美元/噸，同時歐洲市場甲醇成交合同價也比1996年10~12月交貨價上漲約17%。1998年初開始美國市場甲醇價格又暴跌，1998年2月23日（FOB）194美元/噸，1998年3月9日（FOB）130美元/噸，1998年3月30日（FOB）84美元/噸，1998年5月11日（FOB）100美元/噸，1998年6月8日（FOB）90美元/噸，1998年國外甲醇價格跌至低限。1999年隨著亞洲經(jīng)濟危機的結(jié)束，世界及亞洲地區(qū)的經(jīng)濟形勢明顯好轉(zhuǎn)，帶動甲醇國際市場價格又逐步回升。美國海灣市場的甲醇現(xiàn)貨價格從99年3月末以來，以約8.5%的月平均升幅，從97美元/噸上漲到220美元/噸，到2000年四季度美國海灣甲醇價格達到230~240美元/噸，2001年下半年價格有所回落，但仍在210~220美元/噸左右。我國甲醇市場受國際市場影響較大。1995年上半年最高價達到4200元/噸，下半年甲醇市場價格又直線下降，年底跌到2100元/噸左右。1996年國內(nèi)甲醇市場一直沒有好轉(zhuǎn)，到1997年國際市場甲醇價格上漲，進口減少，國內(nèi)甲醇價格一度反彈到2500~2600元/噸，但下半年甲醇下游產(chǎn)品需求不旺，價格重新回落到2200元/噸左右。1998~1999年國內(nèi)甲醇市場持續(xù)低迷，價格一度跌到1050元/噸左右。1999年二季度以后，國內(nèi)一些中小甲醇裝置停產(chǎn)或減產(chǎn)，使得甲醇產(chǎn)量相對減少，而且國家出臺了擴大內(nèi)需，促進國民經(jīng)濟發(fā)展的一系列措施，刺激了國內(nèi)生產(chǎn)的發(fā)展，使甲醇下游產(chǎn)品對甲醇的需求逐步增加，同時受國際市場的影響，需求旺盛勢頭一直不減，價格迅速上揚。2000年國內(nèi)市場甲醇出廠價為1800~2000元/噸，最高達到2350元/噸左右。2001年是甲醇價格走低的一年，受世界經(jīng)濟趨勢走弱的影響，全年價格的下降幅度達到50%，11月份的價格約1300元/噸。2002年5月，全國甲醇平均價格上漲到1800~2000元/噸。2003年3月甲醇價格受國際局勢的影響，上升到2200~2400元/噸。自1998年甲醇價格下滑以來，到1999年初甲醇價格下滑跌至1050元/噸左右，大大跌破許多企業(yè)的生產(chǎn)成本價，因此國內(nèi)一些中小甲醇廠被迫停產(chǎn)或減產(chǎn)。自1999年第一季度以后，受進口甲醇價格上漲及逐漸旺盛的需求驅(qū)動，國內(nèi)甲醇價格有所回升。其中華東地區(qū)的甲醇價格以接近7%的月平均漲幅，由1100元/噸左右漲到目前的2100元/噸左右，華南地區(qū)的甲醇價格以5%的月平均漲幅，由1300元/噸左右上漲到目前的1900元/噸左右，華中地區(qū)的甲醇價格也以5%的月平均漲幅，由1250元/噸左右上漲到目前的2100元/噸左右，東北地區(qū)的甲醇價格也從1200元/噸左右上漲到目前的2100元/噸左右。2002年下半年到現(xiàn)在，甲醇價格不斷上漲，國際原因主要與伊拉克戰(zhàn)爭原油價格的上漲和國際幾家大型甲醇工廠的停產(chǎn)檢修有關(guān)，國內(nèi)原因自2002年下半年我國經(jīng)濟持續(xù)高速增長，與甲醇有關(guān)的各類化學(xué)品需求旺盛，特別是汽油價格上漲后，汽油中添加甲醇的數(shù)量增加，甲醇供不應(yīng)求，價格暴漲。綜合考慮甲醇市場近年來的波動情況以及國內(nèi)、外市場供應(yīng)、需求情況，本項目可研報告中，甲醇產(chǎn)品售價（含稅價）確定為3100元/噸較為合理可靠。

3產(chǎn)品方案及生產(chǎn)規(guī)模3.1產(chǎn)品方案產(chǎn)品：2.0萬噸/年甲醇30萬噸/年尿素3.2生產(chǎn)規(guī)模3.2.1總氨：20萬噸/年其中：合成氨：18萬噸/年甲醇：2.0萬噸/年3.2.2尿素：30萬噸/年3.2.3年操作天數(shù)：300天3.3產(chǎn)品、中間產(chǎn)品的質(zhì)量指標(biāo)農(nóng)用尿素產(chǎn)品應(yīng)符合國家標(biāo)準(zhǔn)“GB2440-2001”序號指標(biāo)名稱規(guī)格要求優(yōu)級品一級品合格品1顏色白色或淺色白色或淺色白色或淺色2含氮量(重量%)≥46.3≥46.3≥463縮二尿(重量%)≤0.9≤1.0≤1.54水份(重量%)≤0.5≤0.5≤1.05粒度(φ0.85-2.80mm重量%)≥90≥90≥90液氨應(yīng)符合國家標(biāo)準(zhǔn)GB536-88指標(biāo)名稱指標(biāo)優(yōu)等品一等品二等品氨含量%≥99.999.899.6殘留物含量≤0.1(重量法)0.20.4油含量mg/kg≤5（重量法）--水分≤0.1--鐵含量mg/kg≤1--甲醇產(chǎn)品應(yīng)符合國家標(biāo)準(zhǔn)工業(yè)甲醇GB338-92序號項目指標(biāo)優(yōu)等品一等品合格品1色度(鉑-鈷),號≤5102密度(20℃),g/0.791～0.7920.791～0.7933溫度范圍（0℃，101325Pa64.0~65.54沸程(包括64.6±0.1℃),℃0.81.01.5高錳酸鉀試驗,min≥503020水溶性試驗澄清-水分含量,%≤0.100.15-酸(以HCOOH計),%≤0.00150.00300.0050堿(以NH3計),%≤0.00020.00080.0015羰基化合物(以HCOH計)含量,%≤0.0020.0050.010蒸發(fā)殘渣含量,%≤0.0010.0030.005

4工藝技術(shù)方案4.1工藝技術(shù)方案的選擇4.1.1原料路線確定的原則和依據(jù)制取合成氨的原料有固體原料煤、焦；液體原料液態(tài)烴、石腦油、重油等；氣體原料天然氣、油田氣、煉廠氣、焦?fàn)t氣等，上述原料中以天然氣為最理想。從技術(shù)水平上看，以油、煤或天然氣為原料制合成氣的生產(chǎn)工藝都比較成熟，國內(nèi)外都有工業(yè)化裝置在運行。國外主要以天然氣和原油作原料，其中天然氣占到90%左右。根據(jù)我國的資源情況，天燃氣供應(yīng)不足價格上漲快，從長遠戰(zhàn)略觀點來看，世界煤的儲量遠遠超過天然氣和石油。我公司所處的資源條件為，距長慶氣田290公里左右，長慶氣田探明儲量2000億立方米，長慶氣田至銀川第一條輸氣管道于2000年7月投用，年輸氣能力為5~6億立方米，重點確保寧夏化工廠大化肥裝置生產(chǎn)用氣。長慶氣田至銀川天然氣管道復(fù)線項目可研報告已由國家發(fā)改委批復(fù)，設(shè)計年輸氣量12.54億立方米，主要是為了我區(qū)第三套大化肥項目、寧夏化工廠第二套化肥項目擴能改造和城市民用供氣需要。由于資金不到位，具體何時開工建設(shè)還不確定。寧夏工業(yè)用氣目前價格為0.88元/立方米（其中天然氣0.66元/立方米、管輸費0.22元/立方米）。寧夏煤炭資源豐富，全區(qū)已探明儲量308億噸，遠景預(yù)測儲量2027億噸，分別占全國第六位和第五位。主要為賀蘭山煤田和寧東煤田，賀蘭山煤田含煤面積2500平方公里，已探明地質(zhì)儲量32億噸，煤種主要有無煙煤、焦煤、氣煤、肥煤，其中無煙煤具有低灰、低硫、低磷、高發(fā)熱量高化學(xué)活性、高強度、高含碳率、高塊煤率等特性，是冶金、化工等行業(yè)的優(yōu)質(zhì)燃料和原料。無煙煤探明地質(zhì)儲量2.37億噸。寧東煤田含煤面積3500平方公里，已探明地質(zhì)儲量273.14億噸，煤種主要為長焰不粘結(jié)煤，其低灰、低硫、較高發(fā)熱量是良好的動力用煤和化工原料。綜上所述，我公司在原料上天然氣和無煙煤都具有資源優(yōu)勢，但天然氣原料的供應(yīng)存在不確定因素多，價格也較高。通過經(jīng)濟效益分析對比，該項目采用以無煙煤為原料制取合成氨更具有優(yōu)勢和效益，并且公司已取得了紅寺堡18平方公里的探礦權(quán)。因此本項目采用以煤為原料制取合成氨。4.1.2合成氨工藝技術(shù)方案的比較和選擇4.1.2.1造氣工段以煤為原料的氣化方法主要有固定床和流化床、氣流床等。·流化床氣化技術(shù)流化床氣化技術(shù)主要有德國溫克勒（winkler）流化床粉煤氣化技術(shù)。該技術(shù)壓力較低，建有生產(chǎn)燃料氣的裝置，目前沒有生產(chǎn)合成氣的裝置?！饬鞔矚饣夹g(shù)氣流床氣化技術(shù)有美國德士古氣化（Texaco）技術(shù)、荷蘭殼牌謝爾（shell）粉煤加壓氣化技術(shù)和恩德爐粉煤氣化技術(shù)。德士古氣化技術(shù)屬于氣流床氣化技術(shù)，是美國德士古（Texaco）公司根據(jù)油氣化技術(shù)的思路開發(fā)出來的。它是在煤中加入添加劑、助熔劑和水，磨成水煤漿，加壓后噴入氣化爐，與純氧進行燃燒和部分氧化反應(yīng)。氣化溫度1300～1400℃，氣化爐無轉(zhuǎn)動部件，大多采用冷激流程。該技術(shù)由于是水煤漿進料，大量水份要進行氣化，因而煤耗和氧耗均較高。但它有以下優(yōu)點：單臺爐處理煤量大，生產(chǎn)能力高；氣化壓力高，合成氣壓縮功耗??；有效氣（CO+H2）含量高，適于作合成氣；煤的適應(yīng)性寬?？衫梅勖?，原料利用率高；三廢量小，污染環(huán)境輕，廢渣可做水泥原料；德士古氣化技術(shù)在我國使用最多，魯南化肥廠、上海焦化廠三聯(lián)供裝置、淮南化肥廠、渭河化肥廠、南化、金陵化肥廠、浩良河、華魯恒升集團等均以水煤漿氣化技術(shù)進行改造或擴建。謝爾氣化技術(shù)是荷蘭謝爾公司多年開發(fā)的一種先進的氣化技術(shù)，該技術(shù)采用純氧、蒸汽氣化，干粉進料，氣化溫度達1400～1500℃，碳轉(zhuǎn)化率達99%，有效氣體（CO+H2）達87%以上，液態(tài)排渣，采用特殊的水冷壁氣化爐，使用壽命長。采用廢鍋流程，可副產(chǎn)高壓蒸汽。采用干粉氣化，氧耗量較低。但需要氮氣密封，氣化壓力不能太高；氣化爐（帶廢鍋）結(jié)構(gòu)復(fù)雜龐大；設(shè)備費及專利費均較高，主要設(shè)備需在國外制造，建設(shè)周期較長。該技術(shù)目前只有一套大型裝置運行，用于聯(lián)合循環(huán)發(fā)電，工業(yè)化的經(jīng)驗不多，技術(shù)須全面依賴進口，國內(nèi)技術(shù)支撐率低。恩德爐粉煤氣化技術(shù)目前在朝鮮和我國共有9臺恩德氣化爐在運行中，最好的是吉林長白山化肥廠，有2臺40000Nm3的爐子，2003年11月投產(chǎn)，運行正常。最關(guān)鍵的問題仍然是煤種，其要求煤種為褐煤、長焰煤、弱粘結(jié)煤，具體數(shù)據(jù)為灰熔點1250℃以上；煤活性950℃時大于65％，原則上控制在87％以上；粘結(jié)性、F.S.N≤21/2。另外內(nèi)外水要干燥到·固定床氣化技術(shù)固定床氣化技術(shù)在我國運用較廣，較為先進的有魯奇（Lurgi）氣化技術(shù)及UGI煤氣化技術(shù)。魯奇（Lurgi）氣化技術(shù)在我國建有3套裝置。該技術(shù)雖然能連續(xù)加壓氣化，但由于氣化溫度低，生成氣中甲烷含量大，同時生成氣中含苯、酚、焦油等一系列難處理的物質(zhì)，凈化流程長；尤其是該技術(shù)只能用碎煤，因而原料利用率低，大量篩分下來的粉煤要配燃煤鍋爐進行處理。此技術(shù)用于城市煤氣較好，不宜做合成氣。UGI煤氣化技術(shù)雖不先進，但此技術(shù)較實用，投資低，建設(shè)周期短，操作簡單易管理。經(jīng)過小氮肥企業(yè)幾十年的革新改造，現(xiàn)在的UGI煤氣化技術(shù)已不是傳統(tǒng)意義上的固定床氣化技術(shù)，如氣化爐的改進，原料煤的消耗降低及吹風(fēng)氣回收利用等技術(shù)革新，因此這么多年來一直受小氮肥企業(yè)青睞。合成氨氣化技術(shù)的選擇，主要依據(jù)于合成氨的生產(chǎn)規(guī)模及企業(yè)所能利用的制氣原料來決定。由于該項目氨醇生產(chǎn)能力為24萬噸/年，屬于中型規(guī)模。為了降低投資，縮短建設(shè)周期，使企業(yè)盡快獲得效益，因此本方案選用UGI氣化技術(shù)。UGI爐常用規(guī)格主要有：Φ3600、Φ3000、Φ2800、Φ2600等等，相比較來說，從投資方面Φ3000以上的造氣爐是Φ2600系列的煤氣發(fā)生爐的2倍以上，但制氣能力只有Φ2600系列的1.5倍以下，經(jīng)濟上是不合理的。而Φ2600系列（包括Φ2610及Φ2650和Φ2600異型夾套造氣爐）的優(yōu)勢在于設(shè)備投資低、發(fā)氣強度高、運行費用低、效率高等優(yōu)點。公司現(xiàn)有20臺Φ3000造氣爐，根據(jù)我院在合成氨設(shè)計中多年的經(jīng)驗，對現(xiàn)有的20臺造氣爐進行改造，并在生產(chǎn)工藝上采取了以下措施使其有很大的改善：（1）采用新型均布型爐篦，增強破渣能力，改善氣體分布，降低煤耗及蒸汽消耗。（2）采用油壓微機自動控制，可控制并調(diào)節(jié)氫碳比。（3）采用過熱蒸汽制氣，提高蒸汽分解率，降低蒸汽消耗。（4）采用熱管技術(shù)回收上、下行煤氣的熱量、熱回收充分，付產(chǎn)蒸汽量大。（5）設(shè)三廢回收裝置回收吹風(fēng)氣的顯熱及燃燒熱產(chǎn)蒸汽供尿素裝置生產(chǎn)用。（6）采用自動上煤自動下灰機電一體工藝，提高自動化水平，降低勞動強度，提高單爐產(chǎn)氣能力。4.1.2.2半水煤氣脫硫工段因為原料煤灰分含量高,氣柜來的半水煤氣含塵量和焦油量比較高,影響壓縮機的使用，為此設(shè)兩段除塵，設(shè)置除塵塔和靜電除焦油塔，以隨時切換清理?？紤]壓縮機進口溫度和壓力直接影響壓縮機打氣量，再在后面加風(fēng)機增壓，冷卻塔冷卻。半水煤氣硫含量0.4g~1g/Nm3，當(dāng)用來脫除原料氣中大量的無機硫時，濕式氧化法脫硫有著明顯的優(yōu)點，首先脫硫劑是便于輸送的液體物料，其次是脫硫劑的連續(xù)并能回收很有價值的化工原料硫磺。另一方面，濕式氧化法是比較完善的脫硫工藝，其中常用的有改良ADA法、栲膠法和888脫硫劑法等，現(xiàn)在廠里主要用888脫硫劑配合改良ADA法法，操作較熟練，處理效果較好，本次可研仍然擬用改良ADA法脫硫。本方案選擇改良ADA法脫除變換氣中的硫化氫，溶液再生采用噴射再生方法。本工段最大處理氣量1161900Nm3/h,氣體硫含量1g/Nm3。4.1.2.3壓縮工段對于排除壓力較高的氣體的壓縮，通?？梢赃x用往復(fù)式壓縮機和離心式壓縮機。往復(fù)式壓縮機適用于打氣量小的工況，投資低，缺點是易損件多、占地大、維修工作量大。離心式壓縮機適用于打氣量大的工況，單機打氣量大，運轉(zhuǎn)平穩(wěn)無脈沖，維修量少，可用蒸汽透平驅(qū)動以提高能量的轉(zhuǎn)換效率，世界上大型化裝置大氣量的壓縮機都采用離心式壓縮機，但投資高。本工程為中型裝置，并考慮到投資等因素本可研選擇單臺生產(chǎn)能力為4萬噸/年合成氨的電動往復(fù)壓縮機。4.1.2.4變換工段（1）國內(nèi)外工藝技術(shù)概況半水煤氣中CO含量高達30%左右，H2量只占38%左右，N2量只占22%左右，不符合氨合成的需要。需將半水煤氣進行CO變換反應(yīng)，增加氣體中H2含量，以調(diào)整氨合成氣的組成。國內(nèi)在二十世紀(jì)九十年代已開發(fā)成功各種操作壓力下的耐硫變換催化劑，其性能接近國外水平，價格也比國外便宜，推動了耐硫變換工藝的發(fā)展。鑒于造氣工段設(shè)計方案選用常壓固定層煤氣發(fā)生爐間歇制取半水煤氣（φ2800煤氣發(fā)生爐），則由脫硫除塵后的半水煤氣經(jīng)氮氫氣壓縮機加壓至2.1MPa進入變換工段。（2）工藝技術(shù)方案的比較和選擇以煤為原料制得的半水煤氣，其中的一氧化碳含量較高，變換的目的主要是將半水煤氣中的一氧化碳與水蒸汽作用變換成二氧化碳和氫，然后再通過脫碳工段脫除多余的二氧化碳，使半水煤氣成分能夠滿足醇氨比的要求。為達到變換的目的，有中溫變換和低溫變換兩種工藝可供選擇。目前國內(nèi)運行的變換工藝流程有傳統(tǒng)的中變串低變流程，全低變流程及中低低流程，全低變流程從能耗，投資及運行費用方面均好于傳統(tǒng)的中變串低變流程。對于本工程的生產(chǎn)工藝而言，要求變換氣中CO含量較高，大約為1.5%左右，CO變換過程中汽氣比很小，大約為0.38。因此本工程采用全低變工藝。全低變即全低溫變換，是相對中溫變換而言，在中溫串低溫工藝上發(fā)展成的一種新的變換工藝。它采用低溫活性優(yōu)良的鈷鉬系耐硫變換催化劑，反應(yīng)一段熱點溫度較中變下降100~200℃隨著低溫變換技術(shù)的采用，變換氣中的過量蒸汽已經(jīng)很少，利用飽和熱水塔回收氣體潛熱的意義也就不大了，本方案的全低變工藝取消飽和熱水塔。4.1.2.5變換氣脫硫在生產(chǎn)中，硫化氫能使甲醇催化劑、甲烷化催化劑、合成催化劑永久性中毒，活性降低，氨和甲醇產(chǎn)量下降，腐蝕設(shè)備，所以，無論采用何種原料和生產(chǎn)工藝生產(chǎn)合成氨，對合成原料氣中的總硫含量要求十分嚴(yán)格，一般控制在0.05~0.1ppm左右甚至更低，以有效保護催化劑不受硫化物毒害而失去活性，降低生產(chǎn)成本。因此，脫硫的好壞與否，是生產(chǎn)的關(guān)鍵問題之一。變換氣硫含量達250mg/Nm3，有機硫含量~10%，國內(nèi)外基本都是采用濕法脫硫工藝。該工藝大致分為物理吸收法、化學(xué)吸收法和液相氧化法三類。為便于操作管理，變換氣脫硫仍然擬用ADA法脫硫，溶液再生采用噴射再生方法。熔硫與半脫共用一套系統(tǒng)。4.1.2.6脫碳工段脫碳裝置是將變換氣中多余的CO2加以脫除，有利于氨及甲醇的合成；同時減少CO2壓縮所帶來的動力消耗。變換氣中CO2的脫除方法很多，大體上有三種方法可供選擇，即化學(xué)吸收法（熱法）、物理吸收法（冷法）、干法（變壓吸附法）?；瘜W(xué)吸收法主要適用于氣體中二氧化碳分壓較低，凈化度要求較高的情況，應(yīng)用較多的有改良熱鉀堿法、改良MDEA法、空間位阻胺法等。但這些方法溶劑的再生均需要加熱，因而熱量消耗多，操作運行費用高。熱法（化學(xué)法）:有代表性的是國內(nèi)中型廠采用的苯菲爾法，該法的特點是凈化度高、CO2回收率高、且回收CO2純度高，但該法需加熱再生，熱耗較高?；罨谆掖及贩ǎ∕DEA法）:該法是在N-甲基二乙醇胺的水溶液中加入了少量活化劑作為吸收溶液，它吸收CO2的等溫曲線介于物理吸收和化學(xué)吸收之間，屬物理-化學(xué)吸收，特點是凈化度高、CO2回收率高、且回收CO2純度高、溶劑損耗低，再生耗熱較苯菲爾法低的多，現(xiàn)在湖北襄樊、廣東江門、江蘇大豐等廠使用較好。物理吸收法適用于二氧化碳分壓較高的情況，如水洗法、碳酸丙烯酯法、NHD法等。物理吸收法的吸收溶劑或干法的吸附劑不與二氧化碳反應(yīng)，再生時不需要加熱，只要降壓解吸即可，總能耗比化學(xué)吸收法為低，但其凈化度也比化學(xué)吸收法為低。就目前主要用于生產(chǎn)的碳酸丙烯酯法、NHD法和變壓吸附法三種脫碳工藝來說，前兩種為濕法脫碳工藝，具有一氧化碳和氫氣損耗低，一次性投資較省的優(yōu)點。但它們都需要用吸收劑，采用減壓再生，運行電耗較高，還要消耗溶劑，其中NHD還要消耗冷量。總的來講，它們的工藝流程長、運行成本高、操作復(fù)雜。而變壓吸附為干法，其吸收劑為分子篩、活性炭及硅膠等。吸附劑采用一次性裝填，使用壽命一般在10年左右，且無需再生，不需要復(fù)雜的預(yù)處理系統(tǒng)，自動化程度高，操作方便，運行成本低，不腐蝕設(shè)備，對環(huán)境沒有污染。其缺點是其中有用氣體損失較多?，F(xiàn)將國內(nèi)有代表性的幾種脫碳工藝技術(shù)指標(biāo)進行比較如下:選擇脫碳方法時，首先必須考慮與合成氨凈化流程相適應(yīng)，保證達到合成氨用氣的要求，同時又要選擇技術(shù)先進、成熟可靠、生產(chǎn)穩(wěn)定、消耗低、成本低、投資省、無毒無腐蝕的工藝路線。項目改良熱鉀減法碳酸丙烯酯法NHD法改良MDEA法PSA（變壓吸附）操作指標(biāo)吸收壓力Mpa2.72.72.72.72.7吸收溫度℃70380~-55535~40原料氣中CO2V%26~2826~2834~3626~2826~28凈化氣中C℃O2V%0.10.1~0.20.1~0.20.1~0.20.1~0.2溶液吸收能力NM3/Nm3CO220~249~122118消耗定額蒸汽t/tNH31.80.11.2電Kwh/NH3501061257068水t/tNH31966015748氮氫損失NM3/1000Nm3CO21214102212冷凍量*106kJ0.352化學(xué)原料kg/tNH30.40.50.250.200.2投資對比1.4811.321.131.4綜合能耗KJ/tNH3*1065.841.3751.484.891.0通過以上比較，從能耗、凈化度、投資等方面綜合考慮。對合成氨聯(lián)產(chǎn)甲醇裝置，對二氧化碳凈化度要求不是很高，所以從節(jié)能的角度考慮，推薦選用分子篩變壓吸附脫碳工藝。PSA技術(shù)在生產(chǎn)尿素脫碳中現(xiàn)已有多套大型裝置在運行，并且該技術(shù)有很大改進，沒有任何放空，保證了噸氨原料氣消耗不增加。變壓吸附基本原理是利用吸附劑對吸附質(zhì)在不同分壓下有不同的吸附容量、吸附速度和吸附力，并且在一定壓力下對被分離的氣體混合物的各組分有選擇吸附的特性，加壓吸附除去原料氣中雜質(zhì)組份，減壓脫附這些雜質(zhì)而使吸附劑獲得再生。因此，采用多個吸附床，循環(huán)地變動所組合的各吸附床壓力，就可以達到連續(xù)分離氣體混合物的目的。合成氨變換氣中主要含有水（汽）、有機硫、無機硫、二氧化碳、一氧化碳、甲烷、氮、氬及氫氣。在一定的溫度和壓力下，吸附劑對上述合成氨變換氣中氣體的吸附力和吸附容量從前到后依次減弱和減少，也就是說，當(dāng)合成氨變換氣通過吸附劑時，在前的組分優(yōu)先被吸附，即使吸附劑已經(jīng)吸附了在后的組分，在前的組分也會把它頂替出來。此外，不同種類的吸附劑對同一氣體組分的吸附力和吸附容量也有很大的差異；對于一定的氣體組分來說，當(dāng)壓力升高時，吸附劑對其吸附容量增加，當(dāng)壓力降低時，吸附劑對其吸附容量減少。4.1.2.7精脫硫工段甲醇催化劑系CU系催化劑，這種催化劑具有活性溫度低，選擇性好，CO轉(zhuǎn)化率高、副反應(yīng)少等優(yōu)點。但是CU系甲醇催化劑對毒物，如硫化物等的敏感性特別強，原料氣中微量的硫化物就會引起中毒，致使其壽命大大縮短。變脫后的變脫氣中硫<10mg/Nm3，由于采用PSA脫碳，氣體中大部分有機硫和變脫后少量的無機硫經(jīng)脫碳“順帶脫除”。脫碳后殘余的H2S和有機硫經(jīng)精脫硫裝置將總硫脫至2ppm以下，再用活性炭、氧化鐵或氧化鋅粗吸收達到<0.5mg/Nm3，然后用轉(zhuǎn)化吸收型活性炭催化劑精吸收到<0.1mg/Nm3，再用凈化劑脫除氯和噻吩等雜質(zhì)即可。該方法流程簡單，脫硫精度高。4.1.2.8原料氣精制工藝合成氨新鮮氣中的微量CO及CO2的凈化目前國內(nèi)大多數(shù)中小氮肥企業(yè)仍采用傳統(tǒng)的“銅洗”凈化工藝,由于銅洗工藝存在著運行費用高,運行不穩(wěn)定,易造成環(huán)境污染等缺點,因此,新建合成氨系統(tǒng)已基本不采用。另一種凈化方法是CO深度變換-甲烷化工藝，該工藝能保證合成新鮮氣的凈化度,運行也比較平穩(wěn),但是其缺點也比較明顯，變換工段蒸汽消耗量大(低變出口CO含量在0.3%左右);脫碳系統(tǒng)凈化度要求高(脫碳出口CO2含量在0.2%左右)；合成新鮮氣中的CH4含量高,合成氨工段放空氣量大,新鮮氣消耗增加。目前國內(nèi)有代表性的合成氨原料氣的精制工藝有醇烷化工藝及醇烴化精制工藝。醇烴化精制工藝是雙甲精制工藝的升級技術(shù)，烴催化劑為一種鐵系催化劑，一氧化碳、二氧化碳與氫反應(yīng)生成烴類化合物，在常溫下冷凝為液體分離，生成甲烷極少，進入氨合成系統(tǒng)的甲烷大大減少。醇烷化工藝是聯(lián)醇工藝和甲烷化凈化工藝有機結(jié)合在一起，使變換和脫碳系統(tǒng)出口的CO和CO2等氨合成原料氣中有害成分與氫反應(yīng)生成附價值較高的甲醇，進烷化催化劑氣體中的CO和CO2為50～200PPm，合成氨原料氣中的CH4基本沒有增加。醇烴化精制工藝在生產(chǎn)過程中會產(chǎn)生少量的烴類物，不易處理。經(jīng)過比較本可研采用以凈化為目的的醇烷化精制工藝。該技術(shù)可放寬變換及脫碳系統(tǒng)的操作條件，使變換系統(tǒng)蒸汽耗量大大降低，脫碳系統(tǒng)的有效氣體損失減少。該工藝正常運行時，不開循環(huán)機，不帶電加熱器，運行十分穩(wěn)定。該工藝具有以下優(yōu)點：（1）凈化系統(tǒng)運行電耗為零：該工藝高壓醇化塔、高壓烷化塔可以實現(xiàn)自熱平衡，無需帶電爐操作；氣體一次性通過裝置，依靠內(nèi)件設(shè)計的合理性來保證對CO、CO2的深度凈化，不需要氣體循環(huán)，正常生產(chǎn)時不開循環(huán)機。完全實現(xiàn)凈化系統(tǒng)的電耗為零。（2）凈化度高：出醇化系統(tǒng)出口氣體中CO+CO2的含量在200ＰＰm，出高壓烷化系統(tǒng)氣體中CO+CO2的含量僅在0～3ＰＰm。該工藝比國內(nèi)任何一種凈化工藝凈化度都高。（3）噸氨新鮮氣體單耗不增加：出高壓醇化系統(tǒng)氣體中CO+CO2的含量僅在200PPm。噸氨氣體中氣體中ＣＨ４僅增加0.468Nm3/tNH3，氨合成系統(tǒng)噸氨放空量增加2.60Nm3/tNH3。因此，噸氨新鮮氣體單耗基本不增加。（4）徹底解決環(huán)保問題:該凈化工藝是將壓縮機送來的氣體全部轉(zhuǎn)化為甲醇和氨，每噸氨增加2.60Nm3/tNH3的放空氣中有1.68Nm3/tNH3的H2通過提氫裝置回收回來再利用，余下的CH4送到吹風(fēng)氣崗位燒掉轉(zhuǎn)化為熱能，對環(huán)境沒有任何污染；（5）投資?。捍纪榛瘍艋に囋O(shè)備放在高壓，設(shè)備小、投資少，與全部放在中壓的凈化工藝相比，單系列設(shè)備可節(jié)省投資300萬元，所需觸媒量可節(jié)省投資450萬元。兩項合計節(jié)省750萬元左右。（6）操作簡單、運行穩(wěn)定：醇烷化凈化工藝的高壓部分在正常運行時，僅調(diào)節(jié)兩只閥。4.1.2.9氨合成目前國際上氨合成向低壓方向發(fā)展，由七十年代的14.5Mpa，降低到~10.0Mpa，使動力更省，設(shè)備制造容易。各國氨合成研究的另一個問題是如何改進氨合成效率、提高氨凈值，降低合成回路阻力降，開發(fā)有軸徑向塔、徑向塔，分子篩干燥凈化合成氣等節(jié)能技術(shù)，如TopsΦe公司的TopsΦe-200、TopsΦe-250、卡薩利氨合成以及凱洛格公司、英國化學(xué)公司等開發(fā)的技術(shù)等。國內(nèi)氨合成技術(shù)近年來也有了很大發(fā)展，南化集團研究院、南京國昌化工科技有限公司開發(fā)的GC型高壓、低壓氨合成工藝、NC型合成塔，湖南安淳科技公司開發(fā)的ШJ冷激型、ШJ軸徑向合成塔技術(shù)等。由化學(xué)反應(yīng)式知，氨合成反應(yīng)是一個體積縮小的反應(yīng)，提高壓力有利于反應(yīng)向生成氨的方向進行，而且反應(yīng)速度隨著壓力的提高而增大。通常氨合成壓力選擇應(yīng)根據(jù)能量的消耗，即氮氫氣的壓縮功耗、循環(huán)氣的壓縮功耗和冷凍系統(tǒng)的壓縮功耗。通過綜合比較，合成系統(tǒng)的壓力在20.0~26.0MPa時系統(tǒng)的能耗最低。氨合成塔是氨合成系統(tǒng)的關(guān)鍵設(shè)備，直接影響著氨合成系統(tǒng)的循環(huán)機功耗、冷量消耗、冷卻水消耗及新鮮氣的消耗。本工程選用GC-R301Y型φ1600三軸一徑催化劑自卸結(jié)構(gòu)，凈空高18m，催化劑裝填量~27m3。GC-R301Y型φ1600型氨合成塔內(nèi)件共分為4個絕熱段，第一與第二絕熱段之間、第二與三絕熱段之間、第三與四絕熱段之間全部采用～180℃或～65氨合成塔催化劑總量的33.6%為徑向段催化劑，徑向段催化劑全部裝填2.2～3.3mm的小顆粒催化劑；同時用來調(diào)節(jié)四段催化劑床層進口溫度的冷激氣體全部采用65～85℃的冷氣，冷激氣量小，確保上部生成的氨的濃度不被沖淡。以上兩個設(shè)計手段確保此種結(jié)構(gòu)的氨合成塔內(nèi)件具有較高的氨凈值。GC-R301Y型φ1600三軸一徑氨合成內(nèi)件具有以下優(yōu)點：（1）塔阻力?。河捎诓捎脧较蛄鹘Y(jié)構(gòu)以及50%左右的氣體從第二、三絕熱段的上端進入。因此，其阻力只有軸向塔的20～65%，一般在0.4～0.6Mpa，這樣有效地降低了循環(huán)機功耗，保證循環(huán)機長周期、高效運行；（2）氨凈值高：由于徑向?qū)友b填高活性小粒度（2.2～3.3mm）催化劑，合成率比一般裝填大顆粒催化劑的合成塔要高約15%，氨凈值高1～2%。（3）能耗低：由于合成塔內(nèi)件采用多段冷激和徑向催化劑筐結(jié)構(gòu)，內(nèi)件阻力低，氨凈值高、循環(huán)量小，既而降低了循環(huán)機電耗及冷量、冷卻水的消耗，從而降低了噸氨的綜合能耗。（4）生產(chǎn)能力大：由于提高了合成效率，同樣的循環(huán)量，生產(chǎn)能力比一般塔型提高15～30%，或者在同樣內(nèi)件阻力下，通過的循環(huán)氣量大，由于通過的循環(huán)氣量大，因此產(chǎn)量高于其它類型氨合成塔。（5）催化劑利用率高：由于GC塔采用無冷管結(jié)構(gòu)，以及對各層催化劑量的合理分配，避免了冷管的冷壁效應(yīng)，提高了催化劑的利用率和內(nèi)件運行的可靠性，也延長了催化劑的使用壽命，即使在催化劑運行的中后期，也不會因冷管造成熱點下移過快或在負(fù)荷波動較大時熱點波動也大。整塔操作彈性大，安裝簡單,使用周期長，正常情況下使用可做到免維修，這是所有冷管塔無法比擬的；（6）提高了氨的品質(zhì)：因該流程補充氣進系統(tǒng)之前，進行氨冷降溫分離。使進系統(tǒng)的補充氣中水、油含量大大的降低，減少了氨貯槽內(nèi)的油污、油水，延長了氨貯槽的清理周期，提高了液氨純度。但總冷量并未增加。（7）操作穩(wěn)定：由于操作中控制床層溫度的手段多，可將每層催化劑的溫度有效地控制在催化劑許可溫度范圍之內(nèi)，避免超溫和溫差大，并能有效地將各層溫度控制在最佳操作溫度范圍之內(nèi)，使得催化劑在各時期內(nèi)的溫度分布曲線與最佳操作溫度曲線保持一致，充分發(fā)揮催化劑的潛能。(8)內(nèi)件結(jié)構(gòu)簡潔，裝卸方便：內(nèi)件采用多層組合結(jié)構(gòu)，氣體分布器可自由方便的裝入和吊出，因而無論是裝卸催化劑，還是維修檢查內(nèi)件均極為方便。氨合成催化劑可以實現(xiàn)完全自卸，工程上只需要設(shè)置操作平臺，不需要設(shè)置起吊內(nèi)件的檢修框架，有效降低了工程投資。（9）觸媒自卸：該內(nèi)件催化劑為上下貫通結(jié)構(gòu)，內(nèi)部有沒有冷管，實現(xiàn)催化劑自卸十分簡潔方便。而且催化劑自卸徹底完全，在更換催化劑時，無須起吊內(nèi)件。（10）GC內(nèi)件的技術(shù)關(guān)鍵：GC內(nèi)件的技術(shù)關(guān)鍵是獨創(chuàng)的魚鱗式徑向流分布器的設(shè)計。這種分布器的設(shè)計的訣竅在于：a、采用上下孔徑d為不等小孔或不等開孔數(shù)量對徑向流的不均勻分布進行補償以達到均勻分布的目的；b、采用魚鱗筒再分布器使小孔分（集）氣再次切向分布，不僅提高氣流的均勻度，而且最大限度的減少了催化劑的死角，提高了催化劑的利用率；c、采用分氣筒和集氣筒兩側(cè)同時補償?shù)姆椒?，以提高氣流分布的均勻度。d、催化劑筐上部采用軸徑向混流結(jié)構(gòu)，運用獨自開發(fā)的技術(shù)和經(jīng)驗設(shè)計好不開孔的長度l1和l2，以使催化劑下沉l0時，氣體既不會短路，又使上部催化劑有適量的氣體流過，以保證全部催化劑的充分利用。e、所有上述技術(shù)及其它未述及的技術(shù)均經(jīng)過逐級放大，用數(shù)學(xué)模型加以設(shè)計，完全達到良好的氣流分布，以確保同溫面溫差在15℃4.1.2.10甲醇精餾甲醇精餾工藝主要有雙塔流程和三塔流程兩種，其主要區(qū)別在于三塔流程采用兩個主精餾塔，一個在0.6~0.7MPa壓力下加壓操作，另一個在常壓下操作。以加壓精餾塔塔頂甲醇蒸汽的冷凝熱，作為常壓精餾塔塔底再沸器的熱源，從而減少了蒸汽和冷卻水的消耗?？偟哪芎目杀葍伤鞒痰?0~30%。由于三塔流程增加了一個加壓塔，流程加長，設(shè)備增多，其投資費用比兩塔流程多20%左右。國內(nèi)外的研究和生產(chǎn)實踐表明，生產(chǎn)規(guī)模超過300~500t/d甲醇產(chǎn)量的精餾工藝宜采用節(jié)能型三塔流程。由于該工程中甲醇精餾的規(guī)模為3萬噸/年，從能耗和投資等綜合技術(shù)指標(biāo)考慮，采用雙塔流程更有優(yōu)勢。甲醇精餾裝置各塔頂所排出不凝氣送往吹風(fēng)氣回收裝置作為燃燒燃料，既回收了熱量又不會對大氣造成污染；常壓塔塔釜排出廢液送至合成氨造氣爐夾套副產(chǎn)蒸汽。4.1.2.11氫回收回收合成放空氣中的氫再返回合成氨系統(tǒng)，用以提高產(chǎn)量或降低消耗。氫回收的方法目前常用的有變壓吸附法、膜分離法和深冷分離法。變壓吸附法的特點是產(chǎn)品純度高，回收率亦較高，操作費用低，缺點是閥門切換頻繁，因而對閥門的性能、自控水平及可靠性要求較高。膜分離法及中空纖維分離技術(shù)的特點是投資省、操作費用低，產(chǎn)品回收率與變壓吸附法相當(dāng)，但產(chǎn)品純度不如變壓吸附高。深冷分離法是根據(jù)混合氣體中各組分冷凝液化溫度的差異而將混合氣體冷卻到一定的溫度，使冷凝溫度高于此溫度的氣體液化而達到分離的目的，該法特點是回收率高，但投資大。三種方法國內(nèi)均有實例，西南化工研究院研制的變壓吸附及中科院大連物化所開發(fā)的膜分離技術(shù)，均已在國內(nèi)廣泛使用，深冷分離裝置在國內(nèi)也能生產(chǎn)，但只有用于小型廠的例子，三種比較見下表：方法項目變壓吸附深冷分離膜分離產(chǎn)品純度%98~99.9990~9980~95產(chǎn)品氫回收率%70~8590~9665~85操作壓力MPa0.8~2.82.5~1.0P入/P出=2.5~10P入-進口壓力P出-滲透壓力投資年回收率~1.4~2.8~1占地較小較小最小操作費用較低較高較低消耗少量蒸汽操作可靠性可靠可靠可靠 從上面分析可以看出，變壓吸附及膜分離均可作為選擇的方案，從節(jié)約投資、操作運行可靠及節(jié)省用地考慮，本工程選擇膜分離方案，因回收氫返回合成氨系統(tǒng)，氫純度沒有苛刻要求。本項目選擇一套處理氣量4000Nm3/h的氫回收裝置。4.1.2.12氨回收由于合成放空氣及氨貯槽馳放氣中均含有氨，不能外排，提氫也需先經(jīng)洗氨后才能進入變壓吸附裝置，為了使膜分離系統(tǒng)的操作壓力有較寬的選擇余地，本項目將放空氣及貯槽馳放氣分別進行回收。合成放空氣由脫鹽水洗氨得到稀氨水，貯槽馳放氣主要是含氨及較少量的氫，設(shè)等壓回收塔回收氨，即由提氫洗氨得到稀氨水由泵加壓后送往等壓回收塔，繼續(xù)吸收馳放氣中所含的氨，使氨水濃度達到14~18%左右，送尿素解吸系統(tǒng)。4.1.2.13油回收壓縮機、合成油分等排出的廢油進行回收利用，即節(jié)約能源，又減少環(huán)境污染，因此本方案設(shè)置油回收系統(tǒng)。工藝流程簡述：半水煤氣壓縮工段集油器中的含油廢水，定期靠系統(tǒng)壓力送到高位緩沖槽，以分離出廢水中夾帶的水煤氣，另外通過蒸汽盤管加熱，維持罐中溫度40～50℃。以便于進行油水分離。高位緩沖槽中的廢水連續(xù)流入油水分離器中進行油水分離，分離出的廢油進入集油槽，廢水進入污水池進一步隔油后，含油量＜10mg/l達到標(biāo)準(zhǔn)排放。集油槽中的廢油用泵定期送入加熱沉降槽，控制溫度110～120℃進行加熱，以除掉廢油中的水分、空氣等，部分恢復(fù)廢油的粘度及其它理化指標(biāo)。加熱沉降槽前期底部沉淀的水分及雜質(zhì)，放到污水池進行處理；后期得到的廢油首先進入離心機，進一步分離去除機械雜質(zhì)，然后再經(jīng)過濾油機徹底除去廢油中的雜質(zhì)和水分，得到的凈油進入凈油貯槽貯存。4.1.2.14三廢回收造氣工段在吹風(fēng)操作過程中，放出大量的溫度～300℃本可研在總結(jié)國內(nèi)小氮肥現(xiàn)有工藝流程的特點上，進一步采用小氮肥行業(yè)各種節(jié)能、降耗措施，發(fā)揮小氮肥投資省、見效快的優(yōu)勢，力求做到該設(shè)計切實可行，又安全、先進、節(jié)能。本可研擬采用固定層煤氣發(fā)生爐間歇制取半水煤氣；ADA脫硫劑脫除半水煤氣中H2S，六級六列式對稱平衡氮、氫氣壓縮機，2.1MPa壓力下全低溫變換，串變換氣脫硫，2.1MPa壓力下變壓吸附脫除變換氣中的CO2,26.0MPa壓力高壓醇烷化串氨合成工藝路線?？紤]到合成氨裝置規(guī)模較大，變換工段設(shè)備規(guī)格太大，加工制造及運輸都不便，因此合成氨變換工段采用雙系列。4.1.3尿素工藝技術(shù)方案的選擇目前，我國的中型尿素裝置采用的生產(chǎn)工藝有：水溶液全循環(huán)法、中壓聯(lián)尿法、二氧化碳氣提法、氨氣提法。水溶液全循環(huán)法：此法是我國大多數(shù)中小型尿素廠生產(chǎn)所采用的方法，生產(chǎn)工藝成熟，操作方便可靠，機泵和非標(biāo)設(shè)備均國產(chǎn)化，其特點是合成塔內(nèi)轉(zhuǎn)化率較高，未反應(yīng)物采用三段減壓分解，動力消耗較大，尾氣壓力、溫度均較低，爆炸的危險性小。二氧化碳氣提法：自70年代開始，我國先后引進十幾套二氧化碳氣提法尿素生產(chǎn)裝置，多為大型裝置，其特點是工藝流程短，合成壓力低，動力消耗少，但操作條件苛刻，腐蝕較為嚴(yán)重，尾氣有燃爆危險，操作彈性小，改進CO2氣提法，原料氣增加了脫硫脫氫裝置，減輕了腐蝕，降低了爆炸危險，同時，一次性投資也較大。目前國內(nèi)大中型尿素裝置大多采用二氧化碳氣提法工藝。中壓聯(lián)尿法：此法適用于以天然氣為原料的合成氨廠，其特點是熱利用好，分解率高，取消了低壓分解，簡化了流程，由于甲銨溫度較高，HO2/CO2較低。甲銨泵的腐蝕較嚴(yán)重，泵的材料要求苛刻。氨氣提法：此法在我國未實現(xiàn)國產(chǎn)化，國內(nèi)現(xiàn)有裝置均為從國外進口的大中型裝置，其特點是由于氨的自氣提作用，使甲銨分解率增高，從而減少了中、低壓分解回收的負(fù)荷，動力消耗隨之減少，高溫高壓下分離的甲銨，其冷凝時的熱量得到有效的利用，總能耗降低，另外操作彈性大，運轉(zhuǎn)率高，爆炸危險性小，安裝檢修方便，工藝?yán)淠嚎啥卫?，無污染。由于本工程尿素生產(chǎn)規(guī)模為30萬噸/年，綜合投資及能耗等諸方面，本可研采用生產(chǎn)工藝成熟節(jié)能降耗的二氧化碳氣提法工藝。4.2工藝流程和消耗定額4.2.1合成氨工藝流程簡述4.2.1.1造氣工段由儲運工段皮帶輸送機輸送來的合格的塊煤被刮煤機刮入料倉，由料倉底部進入自動加煤機，再由造氣爐爐口加煤至爐內(nèi)。在操作上共分五個階段：吹風(fēng)階段：來自鼓風(fēng)機的加壓空氣，送入造氣爐的底部，與燃燒層燃燒并放出大量的熱量儲存在碳層內(nèi)。生成的吹風(fēng)氣經(jīng)除塵器除去灰塵后，經(jīng)總管送至吹風(fēng)氣回收工段。上吹制氣階段：蒸汽及加氮空氣自爐底送入，經(jīng)與灼熱的燃燒層反應(yīng)后，氣化層上移，爐溫下降，生成的半水煤氣由造氣爐頂部引出，經(jīng)除塵器除去灰塵，進入聯(lián)合廢鍋，回收氣體中的顯熱后進入洗滌塔除塵、冷卻，由洗滌塔頂部引出送入氣柜。反應(yīng)方程式：C+H2O=CO+H2（3）下吹制氣階段：在上吹制氣進行一段時間后，氣化層上移爐內(nèi)下部溫度降低，操作條件惡化，為維持正常操作，需將蒸汽、空氣由上向下吹進行制氣，煤氣由爐底引出，經(jīng)下行煤氣除塵器除塵，廢熱鍋爐回收顯熱后再經(jīng)洗滌塔除塵，冷卻后送入氣柜。（4）二次上吹階段：同上吹制氣階段，但不加入空氣，其目的在于置換爐下部及管道中殘存的煤氣，防止爆炸現(xiàn)象發(fā)生。（5）空氣吹凈階段：其操作程序同上吹制氣階段，但不用蒸汽而改用空氣，以回收系統(tǒng)中的煤氣至氣柜。以上五個階段的操作程序為一個循環(huán)過程，時間為2.5~3分鐘，由DCS程序控制。4.2.1.2半水煤氣脫硫氣柜來的半水煤氣首先經(jīng)除塵塔，靜電除焦油塔除去粉塵、焦油等雜質(zhì)后，由羅茨鼓風(fēng)機加壓送至冷卻塔，將氣體降溫至35℃左右，送至脫硫塔底部，與自塔頂噴淋而下的ADA脫硫液逆流接觸，脫除氣體中的H2脫硫塔底部出來的富液經(jīng)再生泵送到噴射再生槽再生，再生后的貧液回到循環(huán)槽，由脫硫泵加壓送至脫硫塔循環(huán)使用。由再生槽溢流出的硫泡沫依次經(jīng)硫泡沫槽、熔硫釜，由蒸汽加熱熔融，再送入硫磺鑄模冷卻成型而得副產(chǎn)品硫磺。變換氣脫硫再生時產(chǎn)生的硫泡沫與半水煤氣脫硫共用一套熔硫系統(tǒng)。4.2.1.3壓縮除塵、油及冷卻后的半水煤氣經(jīng)氣水分離器后，經(jīng)過一、二、三段壓縮后到2.1MPa后，經(jīng)冷卻分離油水后進入變換工段、變換氣脫硫工段及脫碳、精脫硫工段。凈化氣再進入壓縮機經(jīng)過四、五、六段壓縮至26.0MPa送至醇烷化及氨合成工段。4.2.1.4變換從壓縮工段來的半水煤氣經(jīng)半水煤氣冷卻器冷卻后，再經(jīng)過絲網(wǎng)除油過濾器、除油劑爐兩級除油去除夾帶的油份后先進入預(yù)熱交換器，出預(yù)熱交后的半水煤氣內(nèi)補加蒸汽，然后進入熱交換器提溫到200℃左右，進入預(yù)變換爐，經(jīng)預(yù)變換反應(yīng)后，將氣體中的雜質(zhì)進一步過濾，并且將氣體中的氧氣全部反應(yīng)，后進入低變爐一段催化劑床層進行變換反應(yīng)，出一段的變換氣溫度約在370℃，進入噴水增濕罐一段。在此熱氣體與大量的蒸汽冷凝液接觸，在填料的表面上進行質(zhì)量與熱量的傳遞。液相全部被蒸發(fā)，增加了氣體中的水蒸汽含量。增濕降溫至200℃左右的氣體進入低變爐二段催化劑床層進行CO的變換反應(yīng)，出低變爐二段的變換氣溫度約在280℃，進入噴水增濕罐二段增濕降溫，同時混入一部分蒸汽后溫度降至4.2.1.5變換氣脫硫變換來的變換氣先進入變脫塔底部，與自塔頂噴淋而下的ADA脫硫液逆流接觸，脫除氣體中的H2S，凈化氣自塔頂引出，送至氮氫氣壓縮工段。脫硫塔底部出來的富液經(jīng)再生泵送到噴射再生槽再生，再生后的貧液回到循環(huán)槽，由脫硫泵加壓送至脫硫槽循環(huán)使用。由再生槽溢流出的硫泡沫依次經(jīng)硫泡沫槽，熔硫釜，由蒸汽加熱熔融，再送入硫磺鑄模冷卻成型而得副產(chǎn)品硫磺。4.2.1.6脫碳（1）提純系統(tǒng)壓力為2.0Mpa，溫度小于40℃的變換氣由界外送入提純系統(tǒng)經(jīng)氣水分離器除去游離水后進入吸附塔組中處于吸附步驟的三個塔，由下而上通過床層，出塔中間氣送入凈化系統(tǒng)。當(dāng)被吸附雜質(zhì)的濃度前沿接近床層出口時，關(guān)閉吸附塔的原料氣閥和產(chǎn)品氣閥，使其停止吸附，通過十次均壓步驟回收床層死空間的產(chǎn)品氣，此時塔內(nèi)的二氧化碳同時得到提純，接著逆著吸附方向降壓，將高純度的二氧化碳排放出來，送往CO2（2）凈化系統(tǒng)從提純段來的壓力為1.95Mpa，溫度小于45℃由于脫碳工段采用PSA脫碳，是專利技術(shù)，在廠方與技術(shù)持有方有合作意向后，技術(shù)持有方提供本工段的工藝流程及基礎(chǔ)設(shè)計。4.1.3.1.7來自脫碳凈化氣進入第一精脫硫槽脫去無機硫后，進入第二精脫硫槽脫去有機硫，進入第三精脫硫槽脫除雜質(zhì)，使精脫硫后的凈化氣總硫含量≤0.1ppm，合格的凈化氣送至壓縮工段?？刂浦笜?biāo)：脫碳后H2S含量≤2mg/Nm3；精脫硫后H2S含量≤0.05mg/Nm3；4.2.1.8來自壓縮機六段出口（31.5MPa）的氣體，經(jīng)高壓醇烷化系統(tǒng)的新鮮氣油水分離器分離油水后進入高壓醇化塔內(nèi)件與環(huán)隙之間自上而下?lián)Q熱，換熱后的氣體經(jīng)塔前換熱器進一步提溫后，進入高壓醇化塔內(nèi)件下部換熱器，溫度升至～210℃由中心管進入催化劑床層反應(yīng)，溫度升至～240℃，氣體中CO＋CO２剩余在～200PPm時，依次進入塔前換熱器、水冷器，溫度降到～來自高壓醇化系統(tǒng)的氣體進入高壓烷化塔前換熱器換熱，溫度升到～180℃后，由提溫?fù)Q熱器將溫度升到～260℃進入高壓烷化塔催化劑床層反應(yīng)，將氣體中～200PPm的CO、CO２轉(zhuǎn)化為H2O和CH4，反應(yīng)后的氣體由高壓烷化塔的二次出口出來進入塔前換熱的管內(nèi)換熱，溫度降到～60℃4.2.1.9氨合成來自循環(huán)機油分離器的氣體分兩路：一路進氨合成塔筒體與內(nèi)件之間環(huán)隙冷卻塔壁出來（一出）與另一路氣體混合進入塔前換熱器換熱（～180℃）后，進入氨合成塔內(nèi)反應(yīng)，～340℃的反應(yīng)氣體由塔內(nèi)（二出）出來入廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽，溫度降到～210℃。然后進入塔前換熱器加熱二進氣體，出塔前換熱器的熱氣體（～85℃）進入水冷器，溫度降到～35℃進氨分離器進行一級分氨，～38%的產(chǎn)品氨被分離下來，一級分氨后的氣體進冷交換器的管外換熱，換熱后進一級氨冷器，溫度降到～0三條冷副及冷激氣來自于合成塔二進氣體（～180℃一條冷激氣來自于合成塔一出氣體（～90℃塔前、塔后、補充氣以及循環(huán)機各設(shè)有放空。其中，氨分離器出口氣體為主放空點，此處甲烷含量最高，氨含量低。放空氣送到提氫系統(tǒng)。來自高壓烷化系統(tǒng)的氣體進入氨冷器，溫度降到～8℃左右進入水分離器，分離水后進入分子篩塔，氣體中的H2O、CO24.2.1.10氨回收由于合成放空氣及氨貯槽馳放氣中均含有氨，不能外排，提氫也需先經(jīng)洗氨后才能進入變壓吸附裝置，為了使變壓吸附系統(tǒng)的操作壓力有較寬的選擇余地，本項目將新老系統(tǒng)的合成放空氣及氨貯槽馳放氣分別進行回收。合成放空氣由脫鹽水洗氨得到稀氨水，貯槽馳放氣主要是含氨及較少量的氫，設(shè)等壓回收塔回收氨，即由提氫洗氨得到稀氨水由泵加壓后送往等壓回收塔，繼續(xù)吸收馳放氣中所含的氨，使氨水濃度達到14~16%左右，送尿素解吸系統(tǒng)。4.2.1.11甲醇精餾工段聯(lián)醇工段合成的粗甲醇(0.6x106Pa)由粗甲醇罐區(qū)來送至粗甲醇預(yù)熱器,在其輸送管線上，經(jīng)計量注入濃度為2%的氫氧化鈉溶液，以中和合成反應(yīng)中生成的以甲酸為主的有機酸，控制加堿后的粗甲醇PH值在8左右。粗甲醇的精餾分兩個階段，先在預(yù)精餾塔中脫去輕餾分，主要為二甲醚，經(jīng)脫除輕餾分后的預(yù)后甲醇再送入主精餾塔，進一步把高沸點的重餾分雜質(zhì)分離，就可制得純度在99.8%以上的精甲醇。具體流程如下：粗甲醇經(jīng)粗甲醇預(yù)熱器與預(yù)塔底加熱蒸汽冷凝水換熱，使粗甲醇溫度提高到70℃左右，約在高度為三分之二的位置進入預(yù)塔。預(yù)塔底有再沸器，用壓力為0.35×106由預(yù)塔底出來經(jīng)脫除輕餾分的預(yù)后甲醇經(jīng)預(yù)后甲醇泵打入預(yù)后預(yù)熱器內(nèi)將溫度提高到90℃以上進入主塔。預(yù)后甲醇進入主塔的高度可根據(jù)主塔入料溫度組分的沸點，主塔采出精甲醇的質(zhì)量和塔底殘液中含醇量進行調(diào)節(jié)、選擇，通常主塔入料位置在從塔底向上的第9至17層塔板之間。在主塔內(nèi)，甲醇和與甲醇沸點接近的組分氣化上升，與從塔頂噴淋下來的回流液進行質(zhì)與熱的交換。到達塔頂時出氣溫度基本上接近純甲醇的沸點64.5～65℃在精餾塔底部，當(dāng)混合液溫度達到110℃4.2.1.12吹風(fēng)氣回收工段來自造氣工段的吹風(fēng)氣經(jīng)旋風(fēng)除塵器,經(jīng)噴燃器與來自第二空氣預(yù)熱器的熱空氣混合,進入燃燒爐上部燃燒；助燃氣經(jīng)止逆水封再通過分離器分離水分后，與第一空氣預(yù)熱器來的空氣混合，在燃燒爐上部燃燒。空氣來自鼓風(fēng)機，經(jīng)第一空氣預(yù)熱器加熱后分兩路：一路進入馳放氣助燃器，一路經(jīng)第二空氣預(yù)熱器加熱后進入吹風(fēng)氣噴燃器，燃燒后約960給水經(jīng)調(diào)節(jié)閥進入余熱鍋爐省煤器，經(jīng)低溫?zé)煔饧訜岷筮M入余熱鍋爐，產(chǎn)生2.6Mpa，226該流程具有以下特點：(1)吹風(fēng)氣經(jīng)旋風(fēng)除塵后入燃燒爐內(nèi)燃燒，降低了粉塵含量，避免了高溫下粉塵在爐內(nèi)磚層熔融粘結(jié)及高溫?zé)煔鈱Q熱設(shè)備的沖刷磨損，可延長裝置的運行周期。(2)空氣預(yù)熱器的設(shè)置提高了空氣配風(fēng)的溫度，使熱回收更完全，并且由于吹風(fēng)氣溫度低、可燃成份含量低、氣量大，著火前吸收熱量對爐溫影響較大，所以還能保證吹風(fēng)氣的安全燃燒。(3)設(shè)置引風(fēng)機，使整個系統(tǒng)在微負(fù)壓下運行，降低了吹風(fēng)系統(tǒng)的阻力，可提高造氣的單爐發(fā)氣量。4.2.2尿素工藝流程敘述原料的壓縮和凈化氨的凈化和輸送原料液氨從合成氨車間氨庫送來，溫度約為30℃，進界區(qū)壓力約2.156MPa(絕)。液氨進入液氨過濾器，除去液氨中夾帶的固體雜質(zhì)和油類，然后進入高壓液氨泵。為了避免高壓液氨泵的汽塞，液氨溫度至少比操作壓力下的沸點低10℃，用高壓液氨泵把液氨增壓到約16.0MPa(絕)。經(jīng)高壓氨加熱器用蒸汽冷凝液把液氨加熱到約二氧化碳氣體的壓縮與凈化二氧化碳氣自合成氨裝置脫碳工段送來，其中CO2≥98.5%(體積)，壓力約為0.005MPa，溫度≤40℃注（1）MPa(絕)—表示絕壓，MPa—表示表壓。二氧化碳先通過一個帶有水封的二氧化碳液滴分離器，將二氧化碳氣體中的水滴除去，然后進入二氧化碳壓縮機。為防止尿素生產(chǎn)系統(tǒng)設(shè)備腐蝕，采用了空氣防腐法，脫氫工序脫氫反應(yīng)所需的氧量也一并由防腐空氣補入。防腐空氣經(jīng)空氣壓縮機加壓約2.45MPa加入。空氣量由空氣壓縮機出口調(diào)節(jié)閥控制。由于脫硫劑不耐氧，故而本工程將加氧點放在二氧化碳壓縮機四段入口，亦即先脫硫再加氧。二氧化碳壓縮機是四列五缸對稱平衡型壓縮機，二氧化碳氣體經(jīng)過一、二、三段壓縮后，壓力約為2.4MPa(左右)，溫度約40℃，進入中壓二氧化碳加熱器加熱至100℃，進入三臺串聯(lián)的氧化鐵脫硫塔，脫去無機硫（H2S），再進入COS水解槽，通過COS水解催化劑的作用，使COS轉(zhuǎn)化為H2S，隨后再進入一臺氧化鐵脫硫塔，脫去最后殘存的H2S，使二氧化碳氣體中硫含量≤1mg/m2二氧化碳氣體進入中壓二氧化碳冷卻器，用冷卻水冷卻至40℃（b）脫氫壓力為2.4MPa(絕)的CO2氣體進入中壓二氧化碳加熱器（E0203），為了使H2和O2反應(yīng)生成H2O，在此CO2氣體用蒸汽加熱，溫度升至150℃以上，進入脫氫反應(yīng)器，在脫氫反應(yīng)器中，用脫氫催化劑將CO2氣體中的H2和其他可燃性氣體燃燒掉，反應(yīng)放出熱量將使CO2氣體溫度升高（約45℃/1%H2體積），經(jīng)過中壓二氧化碳冷卻器使CO2氣體溫度降至40℃送往CO2壓縮機四段入口，再經(jīng)四、五段壓縮，最終壓力約（c）合成經(jīng)溢流管漏斗而離開尿素合成塔的反應(yīng)混合物，用手動液位調(diào)節(jié)閥使之排至二氧化碳汽提塔，在汽提塔中用液體分布器把反應(yīng)混合物分配到汽提管內(nèi)，后經(jīng)高壓二氧化碳冷卻器來的脫氫CO2氣體和反應(yīng)混合物在CO2汽提塔內(nèi)逆流通過汽提管，引起氨分壓降低，其結(jié)果使甲銨開始分解，從高壓蒸汽飽和器來的2.158MPa(絕)蒸汽在汽提管外面加熱，以提供甲銨分解等所需之熱量，蒸汽壓力由高壓蒸汽飽和器的壓力調(diào)節(jié)閥進行控制，使得出二氧化碳汽提塔底部溶液中含氨量約為6～8%（重量）。由于汽提塔入口CO2氣體溫度相對較低，使得汽提管中由上向下流動的液膜溫度從180℃～183℃下降至165～170℃汽提塔殼側(cè)的蒸汽冷凝液能從幾個不同標(biāo)高的管口排到高壓蒸汽飽和器，再由此將蒸汽冷凝液經(jīng)液位調(diào)節(jié)器送入中壓蒸汽飽和器。汽提塔頂部出來的氣體送入高壓冷凝器頂部，液氨也送到該設(shè)備的頂部，其量要調(diào)節(jié)到使合成塔出口氣體中的NH3/CO2摩爾比為3～3.5。在高壓冷凝器頂部，上述兩種物流相混合并且分配到冷凝器內(nèi)，該高壓冷凝器設(shè)有垂直列管，管內(nèi)走甲銨液，殼側(cè)為蒸汽冷凝液和蒸汽，當(dāng)列管內(nèi)NH3與CO2發(fā)生冷凝并反應(yīng)生成氨基甲酸銨時，放出的熱量用于殼側(cè)產(chǎn)生低壓蒸汽，產(chǎn)生的低壓蒸汽返回蒸汽包，在此分離掉所夾帶的冷凝液后，借壓力調(diào)節(jié)器送入低壓蒸汽系統(tǒng)，大部分低壓蒸汽用于后續(xù)工藝過程，多余部分送往界區(qū)外部。蒸汽包壓力的變化，意味著改變高壓冷凝器殼側(cè)溫度，影響著管側(cè)氨基甲酸銨的生成反應(yīng)，正常的壓力整定，應(yīng)使部分NH3與CO2將在合成塔中發(fā)生反應(yīng)，以控制合成塔頂部的溫度為180～183℃。在到高壓冷凝器去的液氨管線上設(shè)有高壓噴射器，同時也與高壓洗滌器甲銨液出口管線相連接，高壓噴射器的作用是保證從高壓洗滌器來的甲銨液經(jīng)過高壓冷凝器循環(huán)回到尿素合成塔，這樣增加了高壓冷凝器的液體負(fù)荷，也就提高了甲銨冷凝溫度。由高壓冷凝器底部來的甲銨液、氨和二氧化碳混合物進入尿素合成塔底部。為了避免塔內(nèi)液相返混和改善氣液相之間的接觸，合成塔內(nèi)設(shè)有十塊篩板，CO2轉(zhuǎn)化率約為58%反應(yīng)混合物通過溢流管流到汽提塔，合成塔液位保持在溢流管漏斗上面至少1米，以防止CO2氣體倒流，液位由手動控制閥調(diào)節(jié)。含有未轉(zhuǎn)化的NH3和CO2以及約6～8%在高壓洗滌器中，NH3和CO2得到充分的冷凝，在高壓洗滌器下部設(shè)有換熱段，為避免在此冷凝過度，故換熱器的殼側(cè)采用熱水來冷卻，熱水循環(huán)在一個密閉的加壓系統(tǒng)中進行，用熱水循環(huán)泵將熱水先后流過高壓洗滌器，底部循環(huán)加熱器及熱水循環(huán)冷卻器，熱水取走了高壓洗滌器中甲銨的生成熱與冷凝熱，從而使熱水的溫度由130℃加熱到140℃，此熱量在底部循環(huán)加熱器及熱水循環(huán)冷卻器中移去，在此熱水再次從140℃在高壓洗滌器中，不冷凝的氣體進入上段，由高壓甲銨泵把循環(huán)工序的甲銨液打到高壓洗滌器，用循環(huán)系統(tǒng)來的甲銨液洗滌回收NH3和CO2，洗滌后的氣體經(jīng)惰氣放空筒而排入大氣。所生成的溫度約165℃（d）循環(huán)離開汽提塔底部的尿素一甲銨液經(jīng)液位調(diào)節(jié)并膨脹到0.294Mpa（絕）。由于膨脹的結(jié)果使溶液中殘存的部分甲銨分解，所需熱量由溶液自身供給，使其溶液溫度降低，氣液混合物噴灑到精餾塔填料層上。尿素甲銨液從精餾塔底部送到底部循環(huán)加熱器和頂部循環(huán)加熱器，在此分別用高壓洗滌器密閉循環(huán)熱水和低壓蒸汽加熱，將尿素甲銨液溫度提高到135℃離開精餾塔的氣體以及由解吸工序回流泵，送來的解吸氣冷凝液分別進入低壓甲銨冷凝器的底部，在低壓甲銨冷凝器內(nèi)氨與二氧化碳被吸收并反應(yīng)生成氨基甲酸銨，為了移走低壓甲銨冷凝器中的冷凝熱和反應(yīng)生成熱，低壓甲銨冷凝器采用密閉溫水循環(huán)進行冷卻，該循環(huán)水在溫水循環(huán)冷卻器中換熱，使溫水循環(huán)水的溫度從65℃降到55℃，其熱量由設(shè)備管側(cè)的冷卻水移走，此溫水循環(huán)借助于低壓甲銨冷凝器和溫水循環(huán)冷卻器之間的溫水循環(huán)泵進行，生成的甲銨液從低壓甲銨冷凝器流到低壓甲銨冷凝器液位槽，低壓洗滌器位于低壓甲銨冷凝器液位槽之上面，低壓甲銨冷凝器中未冷凝吸收的氨氣進入低壓洗滌器，由來自工藝?yán)淠罕玫墓に嚴(yán)淠核礈?。通過低壓洗滌器出口的壓力調(diào)節(jié)閥，使循環(huán)工序的壓力保持在0.245MPa（絕）。通過此閥，未冷凝的氣體送入吸收塔，用吸收塔給料泵送來的稀氨水溶液進一步洗滌惰性氣體中的NH在正常操作下，低壓洗滌器加入的氨水量以及調(diào)節(jié)密閉循環(huán)冷卻水的溫度，使低壓洗滌器出口的調(diào)節(jié)閥處于關(guān)閉狀態(tài)，這就意味著當(dāng)甲銨液中NH3/CO2摩爾比為2～5，含水約為35%（重量）時，根據(jù)操作壓力，甲銨的溫度約為75℃由精餾塔來的尿素溶液通過液位調(diào)節(jié)閥進入閃蒸槽，閃蒸槽的真空度由一段蒸發(fā)噴射器來維持，由于壓力的降低，大量水蒸汽以及氨氣從溶液中逸出，所以溶液的溫度從135℃降到90～95℃，結(jié)果使溶液中的尿素含量增加到75%（e）蒸發(fā)由尿素溶液泵將尿液送至一段蒸發(fā)器，用流量控制來調(diào)節(jié)進入一段蒸發(fā)器的尿液流量，在一段蒸發(fā)器中，尿素溶液濃度從75%增至95%（重量），控制出口溫度約125～130℃。一段蒸發(fā)器的壓力，由一段蒸發(fā)噴射器來維持，由一段蒸發(fā)冷凝器出口氣體管上壓力調(diào)節(jié)閥來控制，正常操作壓力為33.34KPa(絕)。出一段蒸發(fā)器的汽—液混合物流入一段蒸發(fā)分離器，分離后氣相進入一段蒸發(fā)冷凝器，液相送往二段蒸發(fā)器，在65.53KPa(絕)壓力下，濃度增至約99.97%（重量），氣液在二段分離器中分離，熔融尿素流入熔融尿素泵的入口，升壓后送至造粒裝置。一段蒸發(fā)冷凝器中未凝氣體則由一段蒸發(fā)噴射器抽出，氣體進入最終冷凝器冷凝，在此，極少量