年产18万吨合成氨30万吨尿素项目改造可研_甜梦文库
年产18万吨合成氨30万吨尿素项目改造可研
1 总 1.1 概述论1.1.1 项目名称、主办单位名称及法人 1.1.1.1 项目名称：湖北洋丰股份有限公司“18.30”工程 1.1.1.2 主办单位：湖北洋丰股份有限公司 1.1.1.3 企业性质：有限责任公司 1.1.1.3 企业法定代表人： 赵思俭 1.1.2 项目建议书编制的依据和原则 1.1.2.1 编制依据 （1）菏泽开发区管委会与山东省化工规划设计院签订的设计合 同。 （2）菏泽开发区管委会提供的设计基础资料。 （3） “化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定” （修订 本） 。 1.1.2.2 编制原则 （1）项目技术和设备立足国内，技术先进、可行。选取技术方 案力求做到技术先进、可靠、经济合理、切合实际，并在节能降耗、 提高产品质量、降低生产成本、节约投资上下功夫。 （2）充分利用已有装置、公用工程、辅助工程、厂内空闲地及 生产管理设施，以节约投资，加快建设速度。 （3）主体工程与环境保护，劳动安全与工业卫生同时考虑，资 源循环利用，减少“三废”排放，环保以新代老，确保达标排放，排 放总量符合当地环保要求。 （4）优化设计方案，提高企业经济效益和社会效益。 （5）设计中遵守国家法令、法规及有关标准、规范。 1.1.3 项目提出的背景、投资必要性和经济意义11.1.3.1 企业概况 湖北洋丰集团是一家以生产高浓度复合肥为主要产品的大型磷 化工企业，拥有湖北洋丰股份有限公司、湖北新洋丰肥业有限公司、 湖北澳特尔化工有限公司等核心层企业， 总部坐落在素有 “中国磷都” 之称的湖北省荆门市，并在宜昌、山东菏泽设有现代化生产基地，现 有资产总额 20 亿元，具有年产高浓度复合肥 300 万吨的生产能力， 其中硫酸钾复合肥 90 万吨、 尿基复合肥 100 万吨、 磷酸一铵 60 万吨、 高塔造粒 40 万吨，BB 肥 10 万吨，另有过磷酸钙 20 万吨，并配套了 18 万吨合成氨、 万吨硫酸等生产装置， 150 是全国磷复肥行业前三强， 湖北省最大的高浓度复合肥生产基地，NPK 复合肥和磷酸一氨产销 量全国第一。 公司先后荣膺“全国科技进步先进单位”“全国守合同重信用企 、 业”“中国化肥 50 强”“中国化工 100 强”“湖北名牌产品” “国 、 、 、 和 家免检产品”等荣誉称号。公司质量管理体系健全、检测手段完备， 首批通过 ISO9001 质量管理体系认证。 湖北洋丰股份有限公司为更好地服务三农，积极实施销售市场终 端战略,于 2004 年 12 月在我国著名的“牡丹之乡”-――山东省菏泽 市成立菏泽分公司，实行就地生产就地销售。分公司现有资产总额 1.2 亿元，占地面积 210 余亩，员工 1000 余人，年生产高浓度复合肥 70 万吨。 公司生产的产品品种齐全，质量优良，适合不同地区、不同季节、 不同作物的需求。 尤其是三期工程采用目前世界复合肥行业最先进的 高塔熔体造粒技术，年生产能力达 40 万吨，于 2006 年 1 月动工，当2年 9 月投车生产，建设速度创国内同类装置新记录。该项目以熔融尿 素、磷、钾等为原料，充分混合后，从 116 米高的塔顶喷淋而下，自 然冷却造粒。使用高塔造粒工艺生产出的“洋丰”牌复合肥颗粒均匀 剔透，色泽光亮，并在中间露有清晰可见的针孔，产品不易假冒，质 量有保证。 公司技术先进，设备一流，管理科学，效益显著，2006 年将实现 销售收入 4 亿元，获综合效益 3000 万元，提供就业岗位 1000 余个， 有力地促进了菏泽的经济发展和农村的经济繁荣。 菏泽分公司将始终遵循中央“服务农业、繁荣农村、富裕农民” 的政策，坚持“凝聚人心、务实创新、恪守诚信、强企富民”的企业 理念，积极进取，开拓创新，把企业做大做强，为洋丰股份有限公司 争当中国磷复肥行业霸主而努力奋斗。 1.1.3.2 项目提出的背景、投资必要性和经济意义 菏泽是全国著名的农产品商品生产基地。2003 年实现农业增加 值 115 亿元。年产小麦、玉米等粮食 270 万吨，棉花 24 万吨，油料 56 万吨，瓜果四季丰盛，年产蔬菜 947 万吨，中药材资源达 402 个 品种，年产 1.5 万多吨。在新亚欧大陆桥经过的 28 个地级市和京九 铁路沿线 22 个地级市中粮食、棉花、油料、水果产量均居前三位。林业资源丰富，是全国首批四个平原绿化达标地区之一，全 国平原绿化先进地区。是国家批准的林产品交易中心，每年举办 一次全国林产品交易会。木材蓄积量 1340 万立方米。占山东省 六分之一。年加工木材 500 万立方米，出口创汇 5000 万美元。 200 万亩速生丰产林基地和 50 万亩南竹北移基地正在建设。菏 泽是全国农区最大的经济林基地，果树面积达到 130 多万亩，年3产果品 58 万吨。菏泽牡丹独具特色，现有种植面积 5 万亩，分 九大色系，800 个品种。菏泽国际牡丹花会每年举办一次。发展化肥行业，支持农业发展，符合国家产业政策，为我国政府 鼓励发展项目。尤其是近两年来，由于国际油价的飚升，国际尿素价 格急速上涨，尿素出口量大，造成国内尿素价格居高不下，农民负担 加重。扩大尿素生产规模，缓解尿素供应紧张局面，对企业及当地农 业的发展有着积极作用。 受国际原油、天然气价格的影响，以煤为原料的化肥行业越来越 显现出原料优势。根据“国发（1996）36 号”文件关于加强资源综 合利用节能降耗的精神， 并结合荷泽地区的资源状况及该企业的发展 规划，充分利用当地的煤资源优势。该工程产品熔融尿素作为复合肥 的原料， 并将该工程合成氨装置产生的造气炉渣和煤灰作为热电厂的 锅炉燃料，实现炉渣和煤灰变废为宝。 按照循环经济发展的原则，进一步提高资源的利用率，并对生产 过程中的废弃物进行综合、再生利用。该工程内部原料、产品基本上 为链式产品体系，减少了物流环节，降低了物流费用，与同行业相比 具有较强的资源优势、价格优势。本工程建成后，不仅充分利用合成 氨生产的造气炉渣和煤灰，变废为宝，所有工艺生产热负荷均实现集 中供热、热电联产，可节约能源，给企业带来好的经济效益和社会效 益。 湖北洋丰股份有限公司经过多年的运行和改造， 积累了丰富的化 工生产运行经验，培养了大量的技术、管理人才，为合成氨、尿素节 能技术改造项目奠定了坚实的基础。 1.1.3.3 项目建设的有利条件4（1）资源优势：山东省煤田地质局勘探二队和物探测量队经过 多年的普查和详查，确定菏泽所属巨野煤田贮量较大，南北长 80 公 里，东西平均宽 12 公里，面积约 960 平方公里。 国家计委计基础（1473）号文件批复巨野矿区总体发展规划，该 煤田可采煤层 6 层， 平均总厚度 8.62 米， 1000 米以浅总储量为 34.8 负 亿吨，且煤种齐全，煤质优良，主要为低灰、特低硫、高挥发份、富 油煤，是发展煤化工的上等原料。 在现有基础上建设本项目的最大背景优势就在于资源优势， 把项 目所在区域的明显资源优势转变为良好的经济优势， 是本项目的主要 依据。 （2）经营优势：湖北洋丰股份有限公司从技术、管理等方面继 承了国有企业严谨、规范的良好传统，而从观念、经营方式等方面又 吸取现代企业的科学手段。 （3）交通运输：菏泽交通便捷，四通八达，京九铁路，新石铁 路(新亚欧大陆桥)横贯东西。日东高速衡连京福、京沪、京珠高速， 济菏高速直通山东省会济南，菏兰高速、菏徐高速、德商高速连通河 南、江苏两省，直接与霍连高速相连接。菏泽市境内各类公路通车里 程 5645 公里，其中省级以上公路 1387 公里。菏泽距济南、郑州国际 机场均为 200 公里。 （4）拟建项目工程拟选厂址于菏泽市开发区煤化工业园，具体 位 置 是 ： 上 海 路 以 东 ， 渤 海 路 以 北 。 项 目 占 地 面 积 约 20 公 顷 ()。该园地处菏泽交通发达地段，东依津沪铁路，西邻京九 铁路，新石铁路穿境而过，327 国道与聊商公路等 15 条公路纵横交5错，高等级日东高速公路贯穿东西，水电煤资源丰富，工程地质条件 好，是理想的煤化工生产基地。 该场地符合菏泽市总体规划和用地布局，地域开阔，土地面积 可以满足本项目用地要求，并有一定的发展余地；地形条件良好，整 平量小；就地取用地下水作为供水水源，水质好，水量有保证，输距 离较短，管线敷设方便；排水距离较近。交通运输条件得天独厚，当 地公路、铁路运输均很发达。原材料供应有保证。因此，该场地是较 为理想的项目建设地。 （5）湖北洋丰股份有限公司在发展中自我壮大，建立了现代企 业制度，领导班子团结、清正、廉洁、求新、务实，并具备创业精神 和开拓能力。 滚动发展的过程中培养了一支素质高能力强的员工队伍 和一批事业心强、专业水平高的技术队伍。强有力的领导班子及技术 队伍为该项目的建设奠定了基石。 1.1.4 研究的范围 本项目可行性研究的范围为合成氨装置、 尿素装置及相应的公用 工程及辅助工程、 “三废”治理、概算、经济分析等。 1.2 研究结论 （1）该项目符合国家产业发展政策，符合行业发展规划，项目投 产后可增加企业的竞争能力。 （2）本项目拟综合利用丰富的煤炭资源 、水资源、电资源，采 用工艺先进、国内有知识产权的可靠技术生产合成氨、甲醇、尿素， 产品基本上为链式产品体系，减少了物流环节，降低了物流费用，达 到规模效益，从而使煤炭资源真正做到高效、综合利用，并最大限度 地带动相关产业的发展。6（3）本项目生产过程中产生的废气、废水、废渣等在设计中尽量 在工艺过程中处理，减少三废的排放量。三废排放均能达到国家的有 关规定和标准，不会增加对环境的污染。 （4）该厂交通方便，水、电供应有保证。 （5）该项目经济效益是好的，社会效益也较好，不会造成对环境的 污染，项目可行。7附：主要技术经济指标表 序号 一 1 2 3 二 1 2 三 四 1 五 1 (1) (2) 2 (1) (2) (3) 3 (1) (2) 六 (一) (1) (2) 生产规模 总氨 甲醇 尿素 产品方案 尿素 甲醇 年操作日 主要原材料、燃料用量 原料煤 公用工程消耗量 供水（新鲜水） 最大用水量 平均用水量 供电 设备容量 用电负荷 年消耗量 供汽 最大用汽量 平均用汽量 三废排放 合成氨装置 废气 废水 尿素装置 废气 废水 项目名称 运输量 运入量 运出量 新增定员 厂区占地面积 t/a t/a 人 m82项目名称单位 万 t/a 万 t/a 万 t/a 万 t/a 万 t/a 天数量备 注20 2.0 3030 2.0 300万 t/a30M3/h M3/h800 760KW KW KW.h 4.57×108t/h t/h81.8 50.91Nm3/h M3/h t/h0 9.68 处理后循环使用（3） 废渣 (二) (1) (2) 序号 七 1 2 八 九Nm3/h M3/h 单位2.9X105 19数量 备 注600000十 十一 1 (1) (2) (3) 2 十二 十三 十四 十五 十六 十七 1 2 3 4建筑物占地面积 工程项目总投资 固定资产投资 建设投资 固定资产投资方向调节税 建设期利息 流动资金 其中铺底流动资金 报批项目总投资 年销售收入 年均利润总额 所得税 税后利润 财务评价指标 投资利润率 投资利税率 资本金净利润率 全投资投资回收期m2 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元158160 6 790
% % % 年 年23.12 28.32 54.91 4.32 5.25 28.07 21.12 30.56 所得税前 所得税后 所得税前 所得税后5全投资内部收益率% %6自有资金内部收益率 盈亏平衡点 人民币全部贷款偿还期%7 8% 年45.58 5.06 （含建设期 1.5 年）92市场预测2.1 该工程产品熔融尿素作为复合肥的原料。 2.2 产品价格的分析 2.2.1 尿素产品价格的分析 长期以来，我国尿素的生产、销售和价格一直受到国家计划管理、 控制。二十世纪七十年代建设的大型尿素厂其尿素出厂价由国家制 定，其余大中型厂由省有关部门确定，小化肥厂生产的尿素一般随行 就市。 国内尿素的价格自 1997 年以来基本趋势是下降， 主要有两方面的 因素，一是国产尿素产量上升很快，市场货源充足，农民和农资公司 贮存化肥减少，尿素不再紧俏。二是粮食价格的下跌，带动尿素价格 下跌。自 2001 年下半年以来，国内尿素市场环境逐步好转，尿素价 格一路攀升，主要原因：粮食价格自 2000 年以来一直处于缓慢回升 之中，对尿素价格起到了关键支撑作用；近年来，煤炭、天然气价格 上涨推动了尿素价格的上涨。 1995 年以来的国际/国内尿素（普通）价格变化范围如下表： 年份 97 00 03 东欧 FOB 散装 中东 FOB 散 美元/吨 装 美元/吨 175-208 170-220 165-200 180-210 115-170 135-175 80-95 80-104 62-70 70-85 70-130 75-104 75-115 95-115 85-120 105-125 130-155 140-16010国内出厂价 元/吨 50-00 0-0 900-00
从长远看， 世界尿素供需因消费的增加和价格的回升而趋于稳定， 国际尿素散装 FOB 价格应在 120-150 美元/吨之间波动。国内在促进 农业产业结构的调整后，化肥用量会逐年增加，相应尿素消费也将增 加，能源价格上涨趋势增加，预计今后国内普通颗粒尿素出厂价将维 持在
元/吨之间。 本次可研尿素价格取 1600 元/吨。 2.2.2 甲醇产品价格的分析 近年来国内外甲醇市场价格有个特点， 由于国外甲醇装置日趋超 大型化，虽然目前世界总生产能力供过于求，但当国外某些大型装置 产生故障或停车检修时，就会波及市场甲醇的供需平衡，引起甲醇价 格随之波动。另外，原料价格的上涨也引起甲醇价格的波动。 1996 年国际甲醇市场价在 138~165 美元/吨，1997 年 1 月，美国 市场甲醇价格暴涨，达到 200 美元/吨，同时欧洲市场甲醇成交合同 价也比 1996 年 10~12 月交货价上涨约 17%。1998 年初开始美国市场 甲醇价格又暴跌，1998 年 2 月 23 日（FOB）194 美元/吨，1998 年 3 月 9 日（FOB）130 美元/吨，1998 年 3 月 30 日（FOB）84 美元/吨， 1998 年 5 月 11 日（FOB）100 美元/吨，1998 年 6 月 8 日（FOB）90 美元/吨，1998 年国外甲醇价格跌至低限。1999 年随着亚洲经济危机 的结束，世界及亚洲地区的经济形势明显好转，带动甲醇国际市场价 格又逐步回升。美国海湾市场的甲醇现货价格从 99 年 3 月末以来， 以约 8.5%的月平均升幅，从 97 美元/吨上涨到 220 美元/吨，到 2000 年四季度美国海湾甲醇价格达到 230~240 美元/吨，2001 年下半年价 格有所回落，但仍在 210~220 美元/吨左右。11我国甲醇市场受国际市场影响较大。1995 年上半年最高价达到 4200 元/吨，下半年甲醇市场价格又直线下降，年底跌到 2100 元/吨 左右。1996 年国内甲醇市场一直没有好转，到 1997 年国际市场甲醇 价格上涨，进口减少，国内甲醇价格一度反弹到
元/吨， 但下半年甲醇下游产品需求不旺，价格重新回落到 2200 元/吨左右。
年国内甲醇市场持续低迷， 价格一度跌到 1050 元/吨左右。 1999 年二季度以后，国内一些中小甲醇装置停产或减产，使得甲醇 产量相对减少，而且国家出台了扩大内需，促进国民经济发展的一系 列措施，刺激了国内生产的发展，使甲醇下游产品对甲醇的需求逐步 增加，同时受国际市场的影响，需求旺盛势头一直不减，价格迅速上 扬。2000 年国内市场甲醇出厂价为
元/吨，最高达到 2350 元/吨左右。2001 年是甲醇价格走低的一年，受世界经济趋势走弱的 影响，全年价格的下降幅度达到 50%，11 月份的价格约 1300 元/吨。 2002 年 5 月，全国甲醇平均价格上涨到
元/吨。2003 年 3 月甲醇价格受国际局势的影响，上升到
元/吨。 自 1998 年甲醇价格下滑以来，到 1999 年初甲醇价格下滑跌至 1050 元/吨左右，大大跌破许多企业的生产成本价，因此国内一些中 小甲醇厂被迫停产或减产。自 1999 年第一季度以后，受进口甲醇价 格上涨及逐渐旺盛的需求驱动，国内甲醇价格有所回升。其中华东地 区的甲醇价格以接近 7%的月平均涨幅，由 1100 元/吨左右涨到目前 的 2100 元/吨左右， 华南地区的甲醇价格以 5%的月平均涨幅， 1300 由 元/吨左右上涨到目前的 1900 元/吨左右，华中地区的甲醇价格也以 5%的月平均涨幅，由 1250 元/吨左右上涨到目前的 2100 元/吨左右，12东北地区的甲醇价格也从 1200 元/吨左右上涨到目前的 2100 元/吨左 右。 2002 年下半年到现在，甲醇价格不断上涨，国际原因主要与伊 拉克战争原油价格的上涨和国际几家大型甲醇工厂的停产检修有关， 国内原因自 2002 年下半年我国经济持续高速增长，与甲醇有关的各 类化学品需求旺盛，特别是汽油价格上涨后，汽油中添加甲醇的数量 增加，甲醇供不应求，价格暴涨。 综合考虑甲醇市场近年来的波动情况以及国内、外市场供应、需 求情况，本项目可研报告中，甲醇产品售价（含税价）确定为 3100 元/吨较为合理可靠。133 产品方案及生产规模3.1 产品方案 产品： 2.0 万吨/年甲醇 30 万吨/年尿素 3.2 生产规模 3.2.1 总氨：20 万吨/年 其中：合成氨：18 万吨/年 3.2.2 尿素：30 万吨/年 3.2.3 年操作天数：300 天 3.3 产品、中间产品的质量指标 农用尿素产品应符合国家标准 “GB” 其主要指标如下： 规 格 要 求 序号 指 标 名 称 优级品 一级品 合格品 1 颜色 白色或浅色 白色或浅色 白色或浅色 2 含氮量(重量%) ≥46.3 ≥46.3 ≥46 3 缩二尿(重量%) ≤0.9 ≤1.0 ≤1.5 4 水份(重量%) ≤0.5 ≤0.5 ≤1.0 5 粒 度 ( φ 0.85-2.80mm ≥90 ≥90 ≥90 重量%) 甲醇：2.0 万吨/年液氨应符合国家标准 GB536-88 指标名称 氨含量%≥ 残留物含量≤ 油含量 mg/kg≤ 水分≤ 铁含量 mg/kg≤ 指 优等品 99.9 0.1(重量法) 5（重量法） 0.1 1 一等品 99.8 0.2 标 二等品 99.6 0.4 -14甲醇产品应符合国家标准工业甲醇 GB338-92 序号 1 2 3 项 目 指 优等品 5 0.791～0.792 标 一等品 合格品 10 0.791～0.793 64.0~65.5 0.8 50 澄清 0.10 0.2 0.002 0.001 0.15 0.8 0.005 0.003 1.0 30 1.5 20 0.5 0.010 0.005色度(铂-钴),号≤ 密度(20℃),g/cm3 温度范围（0℃， 101325Pa） 4 沸 程 ( 包 括 64.6 ± 0.1℃),℃ ≤ 高锰酸钾试验,min≥ 水溶性试验 水分含量,% ≤ 酸(以 HCOOH 计),% ≤ 碱(以 NH3 计),%≤ 羰基化合物 (以 HCOH 计)含量,% ≤ 蒸发残渣含量, % ≤154 工艺技术方案4.1 工艺技术方案的选择 4.1.1 原料路线确定的原则和依据 制取合成氨的原料有固体原料煤、 液体原料液态烃、 焦； 石脑油、 重油等；气体原料天然气、油田气、炼厂气、焦炉气等，上述原料中 以天然气为最理想。从技术水平上看，以油、煤或天然气为原料制合 成气的生产工艺都比较成熟，国内外都有工业化装置在运行。国外主 要以天然气和原油作原料， 其中天然气占到 90%左右。 根据我国的资 源情况，天燃气供应不足价格上涨快，从长远战略观点来看，世界煤 的储量远远超过天然气和石油。我公司所处的资源条件为，距长庆气 田 290 公里左右，长庆气田探明储量 2000 亿立方米，长庆气田至银 川第一条输气管道于 2000 年 7 月投用， 年输气能力为 5~6 亿立方米， 重点确保宁夏化工厂大化肥装置生产用气。 长庆气田至银川天然气管 道复线项目可研报告已由国家发改委批复，设计年输气量 12.54 亿立 方米，主要是为了我区第三套大化肥项目、宁夏化工厂第二套化肥项 目扩能改造和城市民用供气需要。由于资金不到位，具体何时开工建 设还不确定。宁夏工业用气目前价格为 0.88 元/立方米（其中天然气 0.66 元/立方米、管输费 0.22 元/立方米） 。宁夏煤炭资源丰富，全区 已探明储量 308 亿吨，远景预测储量 2027 亿吨，分别占全国第六位 和第五位。 主要为贺兰山煤田和宁东煤田， 贺兰山煤田含煤面积 2500 平方公里，已探明地质储量 32 亿吨，煤种主要有无烟煤、焦煤、气 煤、肥煤，其中无烟煤具有低灰、低硫、低磷、高发热量高化学活性、 高强度、高含碳率、高块煤率等特性，是冶金、化工等行业的优质燃16料和原料。无烟煤探明地质储量 2.37 亿吨。宁东煤田含煤面积 3500 平方公里，已探明地质储量 273.14 亿吨，煤种主要为长焰不粘结煤， 其低灰、 低硫、 较高发热量是良好的动力用煤和化工原料。 综上所述， 我公司在原料上天然气和无烟煤都具有资源优势， 但天然气原料的供 应存在不确定因素多，价格也较高。通过经济效益分析对比，该项目 采用以无烟煤为原料制取合成氨更具有优势和效益， 并且公司已取得 了红寺堡 18 平方公里的探矿权。因此本项目采用以煤为原料制取合 成氨。 4.1.2 合成氨工艺技术方案的比较和选择 4.1.2.1 造气工段 以煤为原料的气化方法主要有固定床和流化床、气流床等。 ?流化床气化技术 流化床气化技术主要有德国温克勒（winkler）流化床粉煤气化技 术。该技术压力较低，建有生产燃料气的装置，目前没有生产合成气 的装置。 ?气流床气化技术 气流床气化技术有美国德士古气化（Texaco）技术、荷兰壳牌谢 尔（shell）粉煤加压气化技术和恩德炉粉煤气化技术。 德士古气化技术属于气流床气化技术，是美国德士古（Texaco） 公司根据油气化技术的思路开发出来的。它是在煤中加入添加剂、助 熔剂和水，磨成水煤浆，加压后喷入气化炉，与纯氧进行燃烧和部分 氧化反应。气化温度 ℃，气化炉无转动部件，大多采用 冷激流程。该技术由于是水煤浆进料，大量水份要进行气化，因而煤17耗和氧耗均较高。但它有以下优点： 单台炉处理煤量大，生产能力高； 气化压力高，合成气压缩功耗省； 有效气（CO+H2）含量高，适于作合成气； 煤的适应性宽。可利用粉煤，原料利用率高； 三废量小，污染环境轻，废渣可做水泥原料； 德士古气化技术在我国使用最多，鲁南化肥厂、上海焦化厂三联 供装置、淮南化肥厂、渭河化肥厂、南化、金陵化肥厂、浩良河、华 鲁恒升集团等均以水煤浆气化技术进行改造或扩建。 谢尔气化技术是荷兰谢尔公司多年开发的一种先进的气化技术， 该技术采用纯氧、蒸汽气化，干粉进料，气化温度达 ℃， 碳转化率达 99%，有效气体（CO+H2）达 87%以上，液态排渣，采用 特 殊的水冷壁气化炉，使用寿命长。采用废锅流程，可副产高压蒸汽。 采用干粉气化，氧耗量较低。但需要氮气密封，气化压力不能太高； 气化炉（带废锅）结构复杂庞大；设备费及专利费均较高，主要设备 需在国外制造，建设周期较长。该技术目前只有一套大型装置运行， 用于联合循环发电，工业化的经验不多，技术须全面依赖进口，国内 技术支撑率低。 恩德炉粉煤气化技术目前在朝鲜和我国共有 9 台恩德气化炉在 运行中， 最好的是吉林长白山化肥厂， 2 台 40000Nm3 的炉子， 有 2003 年 11 月投产，运行正常。最关键的问题仍然是煤种，其要求煤种为 褐煤、长焰煤、弱粘结煤，具体数据为灰熔点 1250℃以上；煤活性 950℃时大于 65％，原则上控制在 87％以上；粘结性、F.S.N ≤21/2。18另外内外水要干燥到 12％以下，恩德炉工艺可适宜褐煤。 ?固定床气化技术 固定床气化技术在我国运用较广，较为先进的有鲁奇（Lurgi）气 化技术及 UGI 煤气化技术。 鲁奇（Lurgi）气化技术在我国建有 3 套装置。该技术虽然能连 续加压气化，但由于气化温度低，生成气中甲烷含量大，同时生成气 中含苯、酚、焦油等一系列难处理的物质，净化流程长；尤其是该技 术只能用碎煤，因而原料利用率低，大量筛分下来的粉煤要配燃煤锅 炉进行处理。此技术用于城市煤气较好，不宜做合成气。 UGI 煤气化技术虽不先进，但此技术较实用，投资低，建设周期 短，操作简单易管理。经过小氮肥企业几十年的革新改造，现在的 UGI 煤气化技术已不是传统意义上的固定床气化技术， 如气化炉的改 进，原料煤的消耗降低及吹风气回收利用等技术革新，因此这么多年 来一直受小氮肥企业青睐。 合成氨气化技术的选择， 主要依据于合成氨的生产规模及企业所 能利用的制气原料来决定。由于该项目氨醇生产能力为 24 万吨/年， 属于中型规模。 为了降低投资， 缩短建设周期， 使企业尽快获得效益， 因此本方案选用 UGI 气化技术。 UGI 炉常用规格主要有：Φ 3600、Φ 3000、Φ 2800、Φ 2600 等 等，相比较来说，从投资方面Φ 3000 以上的造气炉是Φ 2600 系列的 煤气发生炉的 2 倍以上，但制气能力只有Φ 2600 系列的 1.5 倍以下， 经济上是不合理的。而Φ 2600 系列（包括Φ 2610 及Φ 2650 和Φ 2600 异型夹套造气炉） 的优势在于设备投资低、 发气强度高、 运行费用低、19效率高等优点。公司现有 20 台Φ 3000 造气炉，根据我院在合成氨设 计中多年的经验，对现有的 20 台造气炉进行改造，并在生产工艺上 采取了以下措施使其有很大的改善： （1）采用新型均布型炉篦，增强破渣能力，改善气体分布，降 低煤耗及蒸汽消耗。 （2）采用油压微机自动控制，可控制并调节氢碳比。 （3）采用过热蒸汽制气，提高蒸汽分解率，降低蒸汽消耗。 （4）采用热管技术回收上、下行煤气的热量、热回收充分，付 产蒸汽量大。 （5）设三废回收装置回收吹风气的显热及燃烧热产蒸汽供尿素 装置生产用。 （6）采用自动上煤自动下灰机电一体工艺，提高自动化水平， 降低劳动强度，提高单炉产气能力。 4.1.2.2 半水煤气脱硫工段 因为原料煤灰分含量高,气柜来的半水煤气含尘量和焦油量比较 高,影响压缩机的使用，为此设两段除尘，设置除尘塔和静电除焦油 塔，以随时切换清理。考虑压缩机进口温度和压力直接影响压缩机打 气量，再在后面加风机增压，冷却塔冷却。 半水煤气硫含量 0.4g~1g/Nm3，当用来脱除原料气中大量的无机 硫时，湿式氧化法脱硫有着明显的优点，首先脱硫剂是便于输送的液 体物料，其次是脱硫剂的连续并能回收很有价值的化工原料硫磺。另 一方面， 湿式氧化法是比较完善的脱硫工艺， 其中常用的有改良 ADA 法、栲胶法和 888 脱硫剂法等，现在厂里主要用 888 脱硫剂配合改良20ADA 法法， 操作较熟练， 处理效果较好， 本次可研仍然拟用改良 ADA 法脱硫。 本方案选择改良 ADA 法脱除变换气中的硫化氢， 溶液再生采用喷 射 再 生 方 法 。 本 工 段 最 大 处 理 气 量 /h, 气 体 硫 含 量 1g/Nm3。 4.1.2.3 压缩工段 对于排除压力较高的气体的压缩， 通常可以选用往复式压缩机和 离心式压缩机。往复式压缩机适用于打气量小的工况，投资低，缺点 是易损件多、占地大、维修工作量大。离心式压缩机适用于打气量大 的工况，单机打气量大，运转平稳无脉冲，维修量少，可用蒸汽透平 驱动以提高能量的转换效率， 世界上大型化装置大气量的压缩机都采 用离心式压缩机，但投资高。 本工程为中型装置， 并考虑到投资等因素本可研选择单台生产能 力为 4 万吨/年合成氨的电动往复压缩机。 4.1.2.4 变换工段 （1）国内外工艺技术概况 半水煤气中 CO 含量高达 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。需将半水煤气进行 CO 变 换反应，增加气体中 H2 含量，以调整氨合成气的组成。 国内在二十世纪九十年代已开发成功各种操作压力下的耐硫变 换催化剂，其性能接近国外水平，价格也比国外便宜，推动了耐硫 变换工艺的发展。鉴于造气工段设计方案选用常压固定层煤气发生 炉间歇制取半水煤气（φ 2800 煤气发生炉） ，则由脱硫除尘后的半21水煤气经氮氢气压缩机加压至 2.1MPa 进入变换工段。 （2） 工艺技术方案的比较和选择 以煤为原料制得的半水煤气，其中的一氧化碳含量较高，变换的 目的主要是将半水煤气中的一氧化碳与水蒸汽作用变换成二氧化碳 和氢，然后再通过脱碳工段脱除多余的二氧化碳，使半水煤气成分能 够满足醇氨比的要求。 为达到变换的目的，有中温变换和低温变换两种工艺可供选择。 目前国内运行的变换工艺流程有传统的中变串低变流程， 全低变流程 及中低低流程，全低变流程从能耗，投资及运行费用方面均好于传统 的中变串低变流程。 对于本工程的生产工艺而言，要求变换气中 CO 含量较高，大约为 1.5%左右，CO 变换过程中汽气比很小，大约为 0.38。因此本工程采用全低变工艺。 全低变即全低温变换，是相对中温变换而言，在中温串低温工艺 上发展成的一种新的变换工艺。 它采用低温活性优良的钴钼系耐硫变 换催化剂，反应一段热点温度较中变下降 100~200℃。使变换反应所 需汽气比明显下降，节约大量的蒸汽消耗。同时，由于反应温度和变 换反应转化率的的下降，使气体体积相对缩小，降低系统阻力，减少 了压缩功的消耗。 该工艺放宽了一次脱硫指标， 从而减少了脱硫费用。 另外，操作温度的下降也降低了对变换炉的材质要求，改善了设备维 修条件。总之，在相同操作条件和工况下其设备能力和节能效果都比 中串低、中低低工艺要好。 随着低温变换技术的采用，变换气中的过量蒸汽已经很少，利用 饱和热水塔回收气体潜热的意义也就不大了， 本方案的全低变工艺取22消饱和热水塔。 4.1.2.5 变换气脱硫 在生产中，硫化氢能使甲醇催化剂、甲烷化催化剂、合成催化剂 永久性中毒，活性降低，氨和甲醇产量下降，腐蚀设备，所以，无论 采用何种原料和生产工艺生产合成氨， 对合成原料气中的总硫含量要 求十分严格， 一般控制在 0.05 ~ 0.1ppm 左右甚至更低， 以有效保护催 化剂不受硫化物毒害而失去活性，降低生产成本。因此，脱硫的好坏 与否，是生产的关键问题之一。 变换气硫含量达 250mg/Nm3，有机硫含量~10%，国内外基本都 是采用湿法脱硫工艺。该工艺大致分为物理吸收法、化学吸收法和液 相氧化法三类。 为便于操作管理， 变换气脱硫仍然拟用 ADA 法脱硫， 溶液再生采 用喷射再生方法。熔硫与半脱共用一套系统。 4.1.2.6 脱碳工段 脱碳装置是将变换气中多余的 CO2 加以脱除，有利于氨及甲醇 的合成；同时减少 CO2 压缩所带来的动力消耗。 变换气中 CO2 的脱除方法很多， 大体上有三种方法可供选择， 即 化学吸收法（热法） 、物理吸收法（冷法） 、干法（变压吸附法） 。 化学吸收法主要适用于气体中二氧化碳分压较低，净化度要求 较高的情况，应用较多的有改良热钾碱法、改良 MDEA 法、空间位 阻胺法等。但这些方法溶剂的再生均需要加热，因而热量消耗多，操 作运行费用高。 热法（化学法）:有代表性的是国内中型厂采用的苯菲尔法，该23法的特点是净化度高、CO2 回收率高、且回收 CO2 纯度高，但该法需 加热再生，热耗较高。 活化甲基二乙醇胺法（MDEA 法）:该法是在 N-甲基二乙醇胺的 水溶液中加入了少量活化剂作为吸收溶液， 它吸收 CO2 的等温曲线介 于物理吸收和化学吸收之间，属物理-化学吸收，特点是净化度高、 CO2 回收率高、且回收 CO2 纯度高、溶剂损耗低，再生耗热较苯菲尔 法低的多，现在湖北襄樊、广东江门、江苏大丰等厂使用较好。 物理吸收法适用于二氧化碳分压较高的情况，如水洗法、碳 酸丙烯酯法、NHD法等。物理吸收法的吸收溶剂或干法的吸附剂 不与二氧化碳反应，再生时不需要加热，只要降压解吸即可，总能 耗比化学吸收法为低，但其净化度也比化学吸收法为低。就目前主 要用于生产的碳酸丙烯酯法、NHD法和变压吸附法三种脱碳工艺 来说，前两种为湿法脱碳工艺，具有一氧化碳和氢气损耗低，一次 性投资较省的优点。但它们都需要用吸收剂，采用减压再生，运行 电耗较高，还要消耗溶剂，其中NHD还要消耗冷量。总的来讲， 它们的工艺流程长、运行成本高、操作复杂。而变压吸附为干法， 其吸收剂为分子筛、活性炭及硅胶等。吸附剂采用一次性装填，使 用寿命一般在10年左右，且无需再生，不需要复杂的预处理系统， 自动化程度高，操作方便，运行成本低，不腐蚀设备，对环境没有 污染。其缺点是其中有用气体损失较多。 现将国内有代表性的几种脱碳工艺技术指标进行比较如下:24项目 操作指标 吸收压力 Mpa 吸收温度 ℃ 原料气中 CO2V% 净化气中 C℃ O2V% 溶液吸收能力 NM3/ Nm3 CO2 消耗定额 蒸汽 t/tNH3 电 Kwh/NH3 水 t/tNH3 氮氢损失 3 NM / 冷冻量*106kJ 化学原料 kg/ tNH3 投资对比 综合能耗 KJ/ tNH3*106改良 热钾 减法 2.7 70 26~28 0.1 20~24 1.8 50 196 12碳酸丙 NHD 法 烯酯法改良 MDEA 法 2.7 55 26~28 0.1~0.2 18 1.2 70 74 22PSA（变 压吸附） 2.7 35~40 26~28 0.1~0.22.7 38 26~28 0.1~0.2 9~122.7 0~-5 34~36 0.1~0.2 21 0.1 125 15 10 0.352106 60 1468 8 120.4 1.48 5.840.5 1 1.3750.25 1.32 1.480.20 1.13 4.890.2 1.4 1.0选择脱碳方法时，首先必须考虑与合成氨净化流程相适应， 保证达到合成氨用气的要求，同时又要选择技术先进、成熟可靠、 生产稳定、消耗低、成本低、投资省、无毒无腐蚀的工艺路线。 通过以上比较，从能耗、净化度、投资等方面综合考虑。对合成 氨联产甲醇装置，对二氧化碳净化度要求不是很高，所以从节能的角 度考虑，推荐选用分子筛变压吸附脱碳工艺。PSA 技术在生产尿素脱 碳中现已有多套大型装置在运行，并且该技术有很大改进，没有任何 放空，保证了吨氨原料气消耗不增加。 变压吸附基本原理是利用吸附剂对吸附质在不同分压下有不同的 吸附容量、吸附速度和吸附力，并且在一定压力下对被分离的气体混25合物的各组分有选择吸附的特性，加压吸附除去原料气中杂质组份， 减压脱附这些杂质而使吸附剂获得再生。因此，采用多个吸附床，循 环地变动所组合的各吸附床压力， 就可以达到连续分离气体混合物的 目的。 合成氨变换气中主要含有水（汽） 、有机硫、无机硫、二氧化碳、 一氧化碳、甲烷、氮、氩及氢气。在一定的温度和压力下，吸附剂对 上述合成氨变换气中气体的吸附力和吸附容量从前到后依次减弱和 减少，也就是说，当合成氨变换气通过吸附剂时，在前的组分优先被 吸附，即使吸附剂已经吸附了在后的组分，在前的组分也会把它顶替 出来。此外，不同种类的吸附剂对同一气体组分的吸附力和吸附容量 也有很大的差异；对于一定的气体组分来说，当压力升高时，吸附剂 对其吸附容量增加，当压力降低时，吸附剂对其吸附容量减少。 4.1.2.7 精脱硫工段 甲醇催化剂系 CU 系催化剂，这种催化剂具有活性温度低，选择 性好， 转化率高、 CO 副反应少等优点。 但是 CU 系甲醇催化剂对毒物， 如硫化物等的敏感性特别强，原料气中微量的硫化物就会引起中毒， 致使其寿命大大缩短。 变脱后的变脱气中硫&10mg/Nm3，由于采用 PSA 脱碳，气体中 大部分有机硫和变脱后少量的无机硫经脱碳“顺带脱除” 。脱碳后残 余的 H2S 和有机硫经精脱硫装置将总硫脱至 2ppm 以下， 再用活性炭、 氧化铁或氧化锌粗吸收达到&0.5mg/Nm3，然后用转化吸收型活性炭 催化剂精吸收到&0.1 mg/Nm3， 再用净化剂脱除氯和噻吩等杂质即可。 该方法流程简单，脱硫精度高。264.1.2. 8 原料气精制工艺 合成氨新鲜气中的微量 CO 及 CO2 的净化目前国内大多数中小氮 肥企业仍采用传统的“铜洗”净化工艺,由于铜洗工艺存在着运行费 用高,运行不稳定,易造成环境污染等缺点,因此,新建合成氨系统已基 本不采用。另一种净化方法是 CO 深度变换-甲烷化工艺，该工艺能 保证合成新鲜气的净化度,运行也比较平稳,但是其缺点也比较明显， 变换工段蒸汽消耗量大(低变出口 CO 含量在 0.3%左右); 脱碳系统净 化度要求高(脱碳出口 CO2 含量在 0.2%左右)；合成新鲜气中的 CH4 含量高,合成氨工段放空气量大,新鲜气消耗增加。目前国内有代表性 的合成氨原料气的精制工艺有醇烷化工艺及醇烃化精制工艺。 醇烃化 精制工艺是双甲精制工艺的升级技术，烃催化剂为一种铁系催化剂， 一氧化碳、二氧化碳与氢反应生成烃类化合物，在常温下冷凝为液体 分离，生成甲烷极少，进入氨合成系统的甲烷大大减少。醇烷化工艺 是联醇工艺和甲烷化净化工艺有机结合在一起， 使变换和脱碳系统出 口的 CO 和 CO2 等氨合成原料气中有害成分与氢反应生成附价值较高 的甲醇，进烷化催化剂气体中的 CO 和 CO2 为 50～200 PPm，合成氨 原料气中的 CH4 基本没有增加。 醇烃化精制工艺在生产过程中会产生 少量的烃类物，不易处理。经过比较本可研采用以净化为目的的醇烷 化精制工艺。 该技术可放宽变换及脱碳系统的操作条件， 使变换系统蒸汽耗量 大大降低，脱碳系统的有效气体损失减少。该工艺正常运行时，不开 循环机，不带电加热器，运行十分稳定。该工艺具有以下优点： （1）净化系统运行电耗为零：该工艺高压醇化塔、高压烷化塔可以27实现自热平衡，无需带电炉操作；气体一次性通过装置，依靠内件设 计的合理性来保证对 CO、CO2 的深度净化，不需要气体循环，正常 生产时不开循环机。完全实现净化系统的电耗为零。 （2） 净化度高： 出醇化系统出口气体中 CO+CO2 的含量在 200ＰＰm， 出高压烷化系统气体中 CO+CO2 的含量仅在 0～3ＰＰm。 该工艺比国 内任何一种净化工艺净化度都高。 （3）吨氨新鲜气体单耗不增加：出高压醇化系统气体中 CO+CO2 的 含量仅在 200PPm。吨氨气体中气体中ＣＨ４仅增加 0.468Nm3/tNH3， 氨合成系统吨氨放空量增加 2.60Nm3/tNH3。 因此， 吨氨新鲜气体单耗 基本不增加。 （4）彻底解决环保问题:该净化工艺是将压缩机送来的气体全部转化 为甲醇和氨，每吨氨增加 2.60Nm3/tNH3 的放空气中有 1.68Nm3/tNH3 的 H2 通过提氢装置回收回来再利用，余下的 CH4 送到吹风气岗位烧 掉转化为热能，对环境没有任何污染； （5）投资省 ：醇烷化净化工艺设备放在高压，设备小、投资少，与 全部放在中压的净化工艺相比，单系列设备可节省投资 300 万元，所 需触媒量可节省投资 450 万元。两项合计节省 750 万元左右。 （6）操作简单、运行稳定： 醇烷化净化工艺的高压部分在正常运行时，仅调节两只阀。 4.1.2.9 氨合成 目前国际上氨合成向低压方向发展， 由七十年代的 14.5Mpa，降 低到~10.0Mpa，使动力更省，设备制造容易。各国氨合成研究的另一 个问题是如何改进氨合成效率、提高氨净值，降低合成回路阻力降， 开发有轴径向塔、径向塔，分子筛干燥净化合成气等节能技术，如28TopsΦ e 公司的 TopsΦ e-200、TopsΦ e-250、卡萨利氨合成以及凯洛 格公司、英国化学公司等开发的技术等。 国内氨合成技术近年来也有了很大发展，南化集团研究院、南京 国昌化工科技有限公司开发的 GC 型高压、低压氨合成工艺、NC 型 合成塔，湖南安淳科技公司开发的ШJ 冷激型、ШJ 轴径向合成塔技 术等。 由化学反应式知，氨合成反应是一个体积缩小的反应，提高压力 有利于反应向生成氨的方向进行， 而且反应速度随着压力的提高而增 大。通常氨合成压力选择应根据能量的消耗，即氮氢气的压缩功耗、 循环气的压缩功耗和冷冻系统的压缩功耗。通过综合比较，合成系统 的压力在 20.0~26.0 MPa 时系统的能耗最低。 氨合成塔是氨合成系统的关键设备， 直接影响着氨合成系统的循 环机功耗、冷量消耗、冷却水消耗及新鲜气的消耗。本工程选用 GC-R301Y 型φ 1600 三轴一径催化剂自卸结构， 净空高 18m， 催化剂 装填量~27m3。 GC-R301Y 型φ 1600 型氨合成塔内件共分为 4 个绝热 段，第一与第二绝热段之间、第二与三绝热段之间、第三与四绝热段 之间全部采用～180℃或～65℃的气体冷激，下部换热器为埋在径向 催化剂床层中心的中心换热器。上部三个绝热层为轴向、第四层为径 向结构。 占入塔总气量的 50～60%的气体由氨合成塔的二进进入下部 中心换热器的管外与管内的热气体换热，其余占入塔总气量的 40～ 50%的气体分别进入催化剂床层的二、三、四段的进口，此种设计完 全可以保证氨合成塔内件在满负荷情况下，内件的运行阻力控制在 0.6MPa 的压降范围之内。29氨合成塔催化剂总量的 33.6%为径向段催化剂，径向段催化剂全 部装填 2.2～3.3mm 的小颗粒催化剂；同时用来调节四段催化剂床层 进口温度的冷激气体全部采用 65～85℃的冷气，冷激气量小，确保 上部生成的氨的浓度不被冲淡。 以上两个设计手段确保此种结构的氨 合成塔内件具有较高的氨净值。 GC-R301Y 型φ 1600 三轴一径氨合成 内件具有以下优点： （1）塔阻力小：由于采用径向流结构以及 50%左右的气体从第 二、三绝热段的上端进入。因此，其阻力只有轴向塔的 20～65%，一 般在 0.4～0.6Mpa，这样有效地降低了循环机功耗，保证循环机长周 期、高效运行； （2）氨净值高：由于径向层装填高活性小粒度（2.2～3.3mm） 催化剂， 合成率比一般装填大颗粒催化剂的合成塔要高约 15%，氨净 值高 1～2%。 （3）能耗低：由于合成塔内件采用多段冷激和径向催化剂筐结 构，内件阻力低，氨净值高、循环量小，既而降低了循环机电耗及冷 量、冷却水的消耗，从而降低了吨氨的综合能耗。 （4）生产能力大：由于提高了合成效率，同样的循环量，生产 能力比一般塔型提高 15～30%， 或者在同样内件阻力下，通过的循环 气量大，由于通过的循环气量大，因此产量高于其它类型氨合成塔。 （5）催化剂利用率高：由于 GC 塔采用无冷管结构，以及对各 层催化剂量的合理分配，避免了冷管的冷壁效应，提高了催化剂的利 用率和内件运行的可靠性，也延长了催化剂的使用寿命，即使在催化 剂运行的中后期， 也不会因冷管造成热点下移过快或在负荷波动较大30时热点波动也大。整塔操作弹性大，安装简单,使用周期长，正常情 况下使用可做到免维修，这是所有冷管塔无法比拟的； （6）提高了氨的品质：因该流程补充气进系统之前，进行氨冷 降温分离。使进系统的补充气中水、油含量大大的降低，减少了氨贮 槽内的油污、油水，延长了氨贮槽的清理周期，提高了液氨纯度。但 总冷量并未增加。 （7）操作稳定：由于操作中控制床层温度的手段多，可将每层 催化剂的温度有效地控制在催化剂许可温度范围之内， 避免超温和温 差大，并能有效地将各层温度控制在最佳操作温度范围之内，使得催 化剂在各时期内的温度分布曲线与最佳操作温度曲线保持一致， 充分 发挥催化剂的潜能。 (8) 内件结构简洁，装卸方便：内件采用多层组合结构，气体分 布器可自由方便的装入和吊出，因而无论是装卸催化剂，还是维修检 查内件均极为方便。氨合成催化剂可以实现完全自卸，工程上只需要 设置操作平台，不需要设置起吊内件的检修框架，有效降低了工程投 资。 （9）触媒自卸：该内件催化剂为上下贯通结构，内部有没有冷 管，实现催化剂自卸十分简洁方便。而且催化剂自卸彻底完全，在更 换催化剂时，无须起吊内件。 （10）GC 内件的技术关键：GC 内件的技术关键是独创的鱼鳞式 径向流分布器的设计。这种分布器的设计的诀窍在于：a、采用上下 孔径 d 为不等小孔或不等开孔数量对径向流的不均匀分布进行补偿 以达到均匀分布的目的； b、采用鱼鳞筒再分布器使小孔分（集）31气再次切向分布，不仅提高气流的均匀度，而且最大限度的减少了催 化剂的死角，提高了催化剂的利用率；c、采用分气筒和集气筒两侧 同时补偿的方法，以提高气流分布的均匀度。 d、催化剂筐上部采用轴径向混流结构， 运用独自开发的技术和经验设计好不开孔的长度 l1 和 l2，以使催化剂下沉 l0 时，气体既不会短路，又使上部催化剂 有适量的气体流过，以保证全部催化剂的充分利用。 e、所有上述技术及其它未述及的技术均经过逐级放大，用数学模型加以设计，完 全达到良好的气流分布，以确保同温面温差在 15℃之内。 4.1.2.10 甲醇精馏 甲醇精馏工艺主要有双塔流程和三塔流程两种， 其主要区别在于 三塔流程采用两个主精馏塔，一个在 0.6~0.7MPa 压力下加压操作， 另一个在常压下操作。以加压精馏塔塔顶甲醇蒸汽的冷凝热，作为常 压精馏塔塔底再沸器的热源，从而减少了蒸汽和冷却水的消耗。总的 能耗可比两塔流程低 20~30%。由于三塔流程增加了一个加压塔，流 程加长，设备增多，其投资费用比两塔流程多 20%左右。国内外的研 究和生产实践表明， 生产规模超过 300~500t/d 甲醇产量的精馏工艺宜 采用节能型三塔流程。由于该工程中甲醇精馏的规模为 3 万吨/年， 从能耗和投资等综合技术指标考虑，采用双塔流程更有优势。 甲醇精馏装置各塔顶所排出不凝气送往吹风气回收装置作为燃 烧燃料，既回收了热量又不会对大气造成污染；常压塔塔釜排出废液 送至合成氨造气炉夹套副产蒸汽。 4.1.2.11 氢回收 回收合成放空气中的氢再返回合成氨系统，用以提高产量或降32低消耗。氢回收的方法目前常用的有变压吸附法、膜分离法和深冷分 离法。 变压吸附法的特点是产品纯度高， 回收率亦较高， 操作费用低， 缺点是阀门切换频繁，因而对阀门的性能、自控水平及可靠性要求较 高。 膜分离法及中空纤维分离技术的特点是投资省、操作费用低， 产品回收率与变压吸附法相当，但产品纯度不如变压吸附高。 深冷分离法是根据混合气体中各组分冷凝液化温度的差异而将 混合气体冷却到一定的温度， 使冷凝温度高于此温度的气体液化而达 到分离的目的，该法特点是回收率高，但投资大。 三种方法国内均有实例，西南化工研究院研制的变压吸附及中 科院大连物化所开发的膜分离技术，均已在国内广泛使用，深冷分离 装置在国内也能生产，但只有用于小型厂的例子，三种比较见下表： 方法 项目 产品纯度% 产品氢回收率% 操作压力 MPa 投资年回收率 占地 操作费用 消耗 操作可靠性 变压吸附 98~99.99 70~85 0.8~2.8 ~1.4 较小 较低 可靠 深冷分离 90~99 90~96 2.5~1.0 ~2.8 较小 较高 少量蒸汽 可靠 膜分离 80~95 65~85 P 入/P 出 =2.5~10 P 入-进口压力 P 出-渗透压力 ~1 最小 较低 可靠从上面分析可以看出，变压吸附及膜分离均可作为选择的方案， 从节约投资、 操作运行可靠及节省用地考虑， 本工程选择膜分离方案，33因回收氢返回合成氨系统，氢纯度没有苛刻要求。 本项目选择一套处理气量 4000Nm3/h 的氢回收装置。 4.1.2.12 氨回收 由于合成放空气及氨贮槽驰放气中均含有氨，不能外排，提氢 也需先经洗氨后才能进入变压吸附装置， 为了使膜分离系统的操作压 力有较宽的选择余地，本项目将放空气及贮槽驰放气分别进行回收。 合成放空气由脱盐水洗氨得到稀氨水， 贮槽驰放气主要是含氨及较少 量的氢，设等压回收塔回收氨，即由提氢洗氨得到稀氨水由泵加压后 送往等压回收塔，继续吸收驰放气中所含的氨，使氨水浓度达到 14~18%左右，送尿素解吸系统。 4.1.2.13 油回收 压缩机、合成油分等排出的废油进行回收利用，即节约能源，又 减少环境污染，因此本方案设置油回收系统。 工艺流程简述：半水煤气压缩工段集油器中的含油废水，定期靠 系统压力送到高位缓冲槽，以分离出废水中夹带的水煤气，另外通过 蒸汽盘管加热，维持罐中温度 40～50℃。以便于进行油水分离。高 位缓冲槽中的废水连续流入油水分离器中进行油水分离， 分离出的废 油进入集油槽，废水进入污水池进一步隔油后，含油量＜10mg/l 达到 标准排放。 集油槽中的废油用泵定期送入加热沉降槽， 控制温度 110～ 120℃进行加热，以除掉废油中的水分、空气等，部分恢复废油的粘 度及其它理化指标。加热沉降槽前期底部沉淀的水分及杂质，放到污 水池进行处理；后期得到的废油首先进入离心机，进一步分离去除机 械杂质，然后再经过滤油机彻底除去废油中的杂质和水分，得到的净34油进入净油贮槽贮存。 4.1.2.14 三废回收 造气工段在吹风操作过程中，放出大量的温度～300℃左右的吹 风气，该气中有效成份低，不能作为半水煤气进入气柜，放空又造成 环境污染及热损失， 作为两煤变一煤， 氨厂蒸汽自给的节能措施之一， 将此气与合成二气引入吹风气余热锅炉燃烧付产蒸汽供装置使用。 本可研在总结国内小氮肥现有工艺流程的特点上， 进一步采用小 氮肥行业各种节能、降耗措施，发挥小氮肥投资省、见效快的优势， 力求做到该设计切实可行，又安全、先进、节能。 本可研拟采用固定层煤气发生炉间歇制取半水煤气；ADA 脱硫 剂脱除半水煤气中 H2S， 六级六列式对称平衡氮、 氢气压缩机， 2.1MPa 压力下全低温变换，串变换气脱硫，2.1MPa 压力下变压吸附脱除变 换气中的 CO2, 26.0MPa 压力高压醇烷化串氨合成工艺路线。 考虑到合成氨装置规模较大，变换工段设备规格太大，加工制造 及运输都不便，因此合成氨变换工段采用双系列。 4.1.3 尿素工艺技术方案的选择 目前， 我国的中型尿素装置采用的生产工艺有： 水溶液全循环法、 中压联尿法、二氧化碳气提法、氨气提法。 水溶液全循环法： 此法是我国大多数中小型尿素厂生产所采用的 方法，生产工艺成熟，操作方便可靠，机泵和非标设备均国产化，其 特点是合成塔内转化率较高，未反应物采用三段减压分解，动力消耗 较大，尾气压力、温度均较低，爆炸的危险性小。 二氧化碳气提法：自 70 年代开始，我国先后引进十几套二氧化35碳气提法尿素生产装置，多为大型装置，其特点是工艺流程短，合成 压力低，动力消耗少，但操作条件苛刻，腐蚀较为严重，尾气有燃爆 危险，操作弹性小，改进 CO2 气提法，原料气增加了脱硫脱氢装置， 减轻了腐蚀，降低了爆炸危险，同时，一次性投资也较大。目前国内 大中型尿素装置大多采用二氧化碳气提法工艺。 中压联尿法：此法适用于以天然气为原料的合成氨厂，其特点是 热利用好，分解率高，取消了低压分解，简化了流程，由于甲铵温度 较高，HO2/CO2 较低。甲铵泵的腐蚀较严重，泵的材料要求苛刻。 氨气提法：此法在我国未实现国产化，国内现有装置均为从国外 进口的大中型装置，其特点是由于氨的自气提作用，使甲铵分解率增 高，从而减少了中、低压分解回收的负荷，动力消耗随之减少，高温 高压下分离的甲铵，其冷凝时的热量得到有效的利用，总能耗降低， 另外操作弹性大，运转率高，爆炸危险性小，安装检修方便，工艺冷 凝液可二次利用，无污染。 由于本工程尿素生产规模为 30 万吨/年，综合投资及能耗等诸方 面，本可研采用生产工艺成熟节能降耗的二氧化碳气提法工艺。 4.2 工艺流程和消耗定额 4.2.1 合成氨工艺流程简述 4.2.1.1 造气工段 由储运工段皮带输送机输送来的合格的块煤被刮煤机刮入料 仓，由料仓底部进入自动加煤机，再由造气炉炉口加煤至炉内。在操 作上共分五个阶段： （1） 吹风阶段：来自鼓风机的加压空气，送入造气炉的底部，与燃36烧层燃烧并放出大量的热量储存在碳层内。生成的吹风气经除尘 器除去灰尘后，经总管送至吹风气回收工段。 （2） 上吹制气阶段：蒸汽及加氮空气自炉底送入，经与灼热的燃烧 层反应后，气化层上移，炉温下降，生成的半水煤气由造气炉顶 部引出，经除尘器除去灰尘，进入联合废锅，回收气体中的显热 后进入洗涤塔除尘、冷却，由洗涤塔顶部引出送入气柜。 反应方程式：C+H2O=CO+H2 （3）下吹制气阶段：在上吹制气进行一段时间后，气化层上移炉内 下部温度降低，操作条件恶化，为维持正常操作，需将蒸汽、空气由 上向下吹进行制气，煤气由炉底引出，经下行煤气除尘器除尘，废热 锅炉回收显热后再经洗涤塔除尘，冷却后送入气柜。 （4） 二次上吹阶段：同上吹制气阶段，但不加入空气，其目的在于 置换炉下部及管道中残存的煤气，防止爆炸现象发生。 （5） 空气吹净阶段：其操作程序同上吹制气阶段，但不用蒸汽而改 用空气，以回收系统中的煤气至气柜。 以上五个阶段的操作程序为一个循环过程，时间为 2.5~3 分钟， 由 DCS 程序控制。 4.2.1.2 半水煤气脱硫 气柜来的半水煤气首先经除尘塔，静电除焦油塔除去粉尘、焦油 等杂质后，由罗茨鼓风机加压送至冷却塔，将气体降温至 35℃左右， 送至脱硫塔底部，与自塔顶喷淋而下的 ADA 脱硫液逆流接触，脱除 气体中的 H2S，净化气自塔顶引出送至氮氢气压缩工段。 脱硫塔底部出来的富液经再生泵送到喷射再生槽再生，再生后的37贫液回到循环槽，由脱硫泵加压送至脱硫塔循环使用。 由再生槽溢流出的硫泡沫依次经硫泡沫槽、熔硫釜，由蒸汽加热 熔融，再送入硫磺铸模冷却成型而得副产品硫磺。变换气脱硫再生时 产生的硫泡沫与半水煤气脱硫共用一套熔硫系统。 4.2.1.3 压缩 除尘、油及冷却后的半水煤气经气水分离器后，经过一、二、三 段压缩后到 2.1MPa 后，经冷却分离油水后进入变换工段、变换气脱 硫工段及脱碳、精脱硫工段。净化气再进入压缩机经过四、五、六段 压缩至 26.0MPa 送至醇烷化及氨合成工段。 4.2.1.4 变换 从压缩工段来的半水煤气经半水煤气冷却器冷却后， 再经过丝网 除油过滤器、除油剂炉两级除油去除夹带的油份后先进入预热交换 器，出预热交后的半水煤气内补加蒸汽，然后进入热交换器提温到 200℃左右，进入预变换炉，经预变换反应后，将气体中的杂质进一 步过滤，并且将气体中的氧气全部反应，后进入低变炉一段催化剂床 层进行变换反应，出一段的变换气温度约在 370℃，进入喷水增湿罐 一段。在此热气体与大量的蒸汽冷凝液接触，在填料的表面上进行质 量与热量的传递。液相全部被蒸发，增加了气体中的水蒸汽含量。增 湿降温至 200℃左右的气体进入低变炉二段催化剂床层进行 CO 的变 换反应，出低变炉二段的变换气温度约在 280℃，进入喷水增湿罐二 段增湿降温，同时混入一部分蒸汽后温度降至 200℃，然后进入低变 炉三段催化剂床层进行 CO 的变换反应， 出低变炉三段的变换气温度 在 240℃左右，然后依次进入热交换器和预热交换器用于半水煤气的38提温。降温后的变换气进入软水加热器、变换气冷却器将气体温度降 至 40℃左右进入变换气脱硫系统。 4.2.1.5 变换气脱硫 变换来的变换气先进入变脱塔底部， 与自塔顶喷淋而下的 ADA 脱 硫液逆流接触，脱除气体中的 H2S，净化气自塔顶引出，送至氮氢气 压缩工段。 脱硫塔底部出来的富液经再生泵送到喷射再生槽再生， 再生后的 贫液回到循环槽，由脱硫泵加压送至脱硫槽循环使用。 由再生槽溢流出的硫泡沫依次经硫泡沫槽，熔硫釜，由蒸汽加热 熔融，再送入硫磺铸模冷却成型而得副产品硫磺。 4.2.1.6 脱碳 （1）提纯系统 压力为 2.0Mpa， 温度小于 40℃的变换气由界外送入提纯系统经 气水分离器除去游离水后进入吸附塔组中处于吸附步骤的三个塔， 由 下而上通过床层，出塔中间气送入净化系统。当被吸附杂质的浓度前 沿接近床层出口时，关闭吸附塔的原料气阀和产品气阀，使其停止吸 附，通过十次均压步骤回收床层死空间的产品气，此时塔内的二氧化 碳同时得到提纯，接着逆着吸附方向降压，将高纯度的二氧化碳排放 出来，送往 CO2 压缩工段。逆放结束后，利用净化装置吸附塔逆放气 通过吹扫缓冲罐解吸吸附剂上残留的吸附杂质，使吸附剂得到再生， 吹扫气排入大气。吹扫结束后，利用缓冲罐回收净化工段的气体以及 提纯系统均压气和产品气对床层逆向升压至接近吸附压力， 吸附床便 开始进入下一个吸附循环过程。39（2）净化系统 从提纯段来的压力为 1.95Mpa，温度小于 45℃的中间气进入净化 吸附塔组中处于吸附步骤的三个塔，由下而上通过床层，出塔净化气 送入压缩机。当被吸附杂质的浓度前沿接近床层出口时，关闭吸附塔 的原料气阀和产品气阀，使其停止吸附，通过四次均压步骤回收床层 死空间的产品气。 然后通过顺放从吸附塔上端将气体排入处于吹扫状 态的吸附塔，吹扫气进入缓冲罐，作为提纯段二段加以回收。吹扫结 束后，从吸附塔下端（即原料气进口端）将气体排入混合气缓冲罐加 以回收，作为提纯段吹扫气，当塔内压力与缓冲罐压力基本相等时， 打开阀门将塔内杂质放空，使吸附剂得到初步再生，再利用顺放气对 吸附剂进行吹扫，使吸附剂得到较完全的再生，要求整个吹扫过程匀 速进行。吹扫结束后， ，利用净化系统均压气和产品气对床层逆向升 压至接近吸附压力，吸附床便开始进入下一个吸附循环过程。 由于脱碳工段采用 PSA 脱碳，是专利技术，在厂方与技术持有 方有合作意向后，技术持有方提供本工段的工艺流程及基础设计。 4.1.3.1.7 精脱硫 来自脱碳净化气进入第一精脱硫槽脱去无机硫后， 进入第二精脱 硫槽脱去有机硫，进入第三精脱硫槽脱除杂质，使精脱硫后的净化气 总硫含量≤0.1ppm，合格的净化气送至压缩工段。 控制指标： 脱碳后 H2S 含量≤2 mg/Nm3； 精脱硫后 H2S 含量≤0.05 mg/Nm3； 4.2.1.8 醇烷化40来自压缩机六段出口（31.5MPa）的气体，经高压醇烷化系统的 新鲜气油水分离器分离油水后进入高压醇化塔内件与环隙之间自上 而下换热，换热后的气体经塔前换热器进一步提温后，进入高压醇化 塔内件下部换热器， 温度升至～210℃由中心管进入催化剂床层反应， 温度升至～240℃，气体中 CO＋CO２剩余在～200PPm 时，依次进入 塔前换热器、水冷器，温度降到～35℃进入甲醇分离器，分离副产的 甲醇后去高压烷化系统。 来自高压醇化系统的气体进入高压烷化塔前换热器换热， 温度升 到～180℃后， 由提温换热器将温度升到～260℃进入高压烷化塔催化 剂床层反应，将气体中～200PPm 的 CO、CO２转化为 H2O 和 CH4， 反应后的气体由高压烷化塔的二次出口出来进入塔前换热的管内换 热， 温度降到～60℃进水冷器， 出水冷器的～30℃气体进入水分离器， 将生成的水分离下来，出水分离器的气体去氨合成系统。 4.2.1.9 氨合成 来自循环机油分离器的气体分两路： 一路进氨合成塔筒体与内件 之间环隙冷却塔壁出来（一出）与另一路气体混合进入塔前换热器换 热（～180℃）后，进入氨合成塔内反应，～340℃的反应气体由塔内 （二出）出来入废热锅炉副产蒸汽，温度降到～210℃。然后进入塔 前换热器加热二进气体，出塔前换热器的热气体（～85℃）进入水冷 器，温度降到～35℃进氨分离器进行一级分氨，～38%的产品氨被分 离下来，一级分氨后的气体进冷交换器的管外换热，换热后进一级氨 冷器，温度降到～0℃，再进二级氨冷器，温度降到～-7℃进冷交换 器的下部进行二级分氨，～62%的产品氨被分离下来，然后进冷交换41器管内换热，回收冷量,气体温度升到～23℃进循环机加压，经循环 机油水分离器分离油后入塔反应。 三条冷副及冷激气来自于合成塔二进气体（～180℃） 。 一条冷激气来自于合成塔一出气体（～90℃） 塔前、塔后、补充气以及循环机各设有放空。其中，氨分离器出 口气体为主放空点，此处甲烷含量最高，氨含量低。放空气送到提氢 系统。 来自高压烷化系统的气体进入氨冷器，温度降到～8℃左右进入 水分离器，分离水后进入分子筛塔，气体中的 H2O、CO2、CO 等有 害物质被吸附掉，然后直接补入到氨合成塔进口。 4.2.1.10 氨回收 由于合成放空气及氨贮槽驰放气中均含有氨，不能外排，提氢也 需先经洗氨后才能进入变压吸附装置， 为了使变压吸附系统的操作压 力有较宽的选择余地， 本项目将新老系统的合成放空气及氨贮槽驰放 气分别进行回收。合成放空气由脱盐水洗氨得到稀氨水，贮槽驰放气 主要是含氨及较少量的氢，设等压回收塔回收氨，即由提氢洗氨得到 稀氨水由泵加压后送往等压回收塔，继续吸收驰放气中所含的氨，使 氨水浓度达到 14~16%左右，送尿素解吸系统。 4.2.1.11 甲醇精馏工段 联醇工段合成的粗甲醇(0.6x106Pa)由粗甲醇罐区来送至粗甲醇 预热器,在其输送管线上，经计量注入浓度为 2%的氢氧化钠溶液，以 中和合成反应中生成的以甲酸为主的有机酸，控制加碱后的粗甲醇 PH 值在 8 左右。42粗甲醇的精馏分两个阶段，先在预精馏塔中脱去轻馏分，主要为 二甲醚，经脱除轻馏分后的预后甲醇再送入主精馏塔，进一步把高沸 点的重馏分杂质分离，就可制得纯度在 99.8%以上的精甲醇。具体流 程如下： 粗甲醇经粗甲醇预热器与预塔底加热蒸汽冷凝水换热， 使粗甲醇 温度提高到 70℃左右，约在高度为三分之二的位置进入预塔。预塔 底有再沸器，用压力为 0.35×106Pa 的蒸汽加热，使塔内液体蒸发。 甲醇及其他组分的蒸汽由塔顶蒸出后， 在预塔冷凝器内用冷却水使部 分蒸汽冷凝。被冷凝的液体进预塔回流液槽，用回液泵再送至预塔顶 做回流液。 从塔顶流下接近沸点的回流液与由塔底蒸发向上的甲醇及 其他的组分蒸汽在塔内逆流相遇，进行质和热的交换。 由预塔底出来经脱除轻馏分的预后甲醇经预后甲醇泵打入预后 预热器内将温度提高到 90℃以上进入主塔。预后甲醇进入主塔的高 度可根据主塔入料温度组分的沸点， 主塔采出精甲醇的质量和塔底残 液中含醇量进行调节、选择，通常主塔入料位置在从塔底向上的第 9 至 17 层塔板之间。在主塔内，甲醇和与甲醇沸点接近的组分气化上 升，与从塔顶喷淋下来的回流液进行质与热的交换。到达塔顶时出气 温度基本上接近纯甲醇的沸点 64.5～65℃。回流液的纯度相当高，但 有时可能混有极少量的低沸点杂质， 所以在距塔顶 3 至 7 块塔板上进 行精甲醇采出。精甲醇是沸点采出，采出液经精甲醇冷却器把温度降 至常温送入精甲醇贮槽，再由精甲醇泵送入甲醇罐区贮存。 在精馏塔底部，当混合液温度达到 110℃时，混合液中的甲醇含 量约在 0.4%左右，其中大部分是水和少量高沸点杂质，被排出塔外，43送往合成氨造气炉夹套副产蒸汽。 4.2.1.12 吹风气回收工段 来自造气工段的吹风气经旋风除尘器,经喷燃器与来自第二空气 预热器的热空气混合,进入燃烧炉上部燃烧；助燃气经止逆水封再通 过分离器分离水分后，与第一空气预热器来的空气混合，在燃烧炉上 部燃烧。空气来自鼓风机，经第一空气预热器加热后分两路：一路进 入驰放气助燃器，一路经第二空气预热器加热后进入吹风气喷燃器， 燃烧后约 960 ℃的高温烟气进入余热锅炉产生 2.6 Mpa 饱和蒸汽。 烟 气进入余热锅炉的省煤器和第一空气预热器回收热量后温度降至约 150 ℃，经引风机送烟囱放空。 给水经调节阀进入余热锅炉省煤器，经低温烟气加热后进入余热 锅炉，产生 2.6Mpa，226 ℃的饱和蒸汽，送至管网。 该流程具有以下特点： (1) 吹风气经旋风除尘后入燃烧炉内燃烧，降低了粉尘含量，避免 了高温下粉尘在炉内砖层熔融粘结及高温烟气对换热设备的冲刷磨 损，可延长装置的运行周期。 (2) 空气预热器的设置提高了空气配风的温度，使热回收更完全， 并且由于吹风气温度低、可燃成份含量低、气量大，着火前吸收热量 对炉温影响较大，所以还能保证吹风气的安全燃烧。 (3) 设置引风机，使整个系统在微负压下运行，降低了吹风系统的 阻力，可提高造气的单炉发气量。 4.2.2 尿素工艺流程叙述 （a） 原料的压缩和净化44氨的净化和输送 原料液氨从合成氨车间氨库送来，温度约为 30℃，进界区压力 约 2.156MPa(绝)。液氨进入液氨过滤器，除去液氨中夹带的固体杂质 和油类，然后进入高压液氨泵。为了避免高压液氨泵的汽塞，液氨温 度至少比操作压力下的沸点低 10℃，用高压液氨泵把液氨增压到约 16.0MPa(绝)。经高压氨加热器用蒸汽冷凝液把液氨加热到约 70℃， 将液氨送入高压喷射器， 流量可以从高压液氨泵入口的流量记录仪上 读得。 二氧化碳气体的压缩与净化 二氧化碳气自合成氨装置脱碳工段送来，其中 CO2≥98.5%(体 积)，压力约为 0.005MPa，温度≤40℃。 注（1） MPa(绝)―表示绝压，MPa―表示表压。 二氧化碳先通过一个带有水封的二氧化碳液滴分离器， 将二氧化 碳气体中的水滴除去，然后进入二氧化碳压缩机。 为防止尿素生产系统设备腐蚀，采用了空气防腐法，脱氢工序脱 氢反应所需的氧量也一并由防腐空气补入。 防腐空气经空气压缩机加 压约 2.45MPa 加入。 空气量由空气压缩机出口调节阀控制。 由于脱硫 剂不耐氧，故而本工程将加氧点放在二氧化碳压缩机四段入口，亦即 先脱硫再加氧。 二氧化碳压缩机是四列五缸对称平衡型压缩机， 二氧化碳气体经 过一、二、三段压缩后，压力约为 2.4MPa(左右)，温度约 40℃，进 入中压二氧化碳加热器加热至 100℃， 进入三台串联的氧化铁脱硫塔， 脱去无机硫（H2S） ，再进入 COS 水解槽，通过 COS 水解催化剂的作45用，使 COS 转化为 H2S，随后再进入一台氧化铁脱硫塔，脱去最后 残存的 H2S，使二氧化碳气体中硫含量≤1mg/m2(Vn)，以保护后工序 脱氢反应器的催化剂。 二氧化碳气体进入中压二氧化碳冷却器，用冷却水冷却至 40℃ 进入脱硫后过滤器，除去气体中的脱硫剂粉尘，净化后的二氧化碳气 体至脱氢。 （b）脱氢 压 力 为 2.4MPa( 绝 ) 的 CO2 气 体 进 入 中 压 二 氧 化 碳 加 热 器 （E0203）为了使 H2 和 O2 反应生成 H2O， ， 在此 CO2 气体用蒸汽加热， 温度升至 150℃以上，进入脱氢反应器，在脱氢反应器中，用脱氢催 化剂将 CO2 气体中的 H2 和其他可燃性气体燃烧掉，反应放出热量将 使 CO2 气体温度升高（约 45℃/1%H2 体积） ，经过中压二氧化碳冷却 器使 CO2 气体温度降至 40℃送往 CO2 压缩机四段入口，再经四、五 段压缩，最终压力约 14.1MPa(绝)。 （c）合成 经溢流管漏斗而离开尿素合成塔的反应混合物， 用手动液位调节 阀使之排至二氧化碳汽提塔， 在汽提塔中用液体分布器把反应混合物 分配到汽提管内， 后经高压二氧化碳冷却器来的脱氢 CO2 气体和反应 混合物在 CO2 汽提塔内逆流通过汽提管， 引起氨分压降低， 其结果使 甲铵开始分解， 从高压蒸汽饱和器来的 2.158MPa(绝)蒸汽在汽提管外 面加热，以提供甲铵分解等所需之热量，蒸汽压力由高压蒸汽饱和器 的压力调节阀进行控制， 使得出二氧化碳汽提塔底部溶液中含氨量约 为 6～8%（重量） 。由于汽提塔入口 CO2 气体温度相对较低，使得汽46提管中由上向下流动的液膜温度从 180℃～183℃下降至 165～ 170℃，为了防止二氧化碳气体窜入低压循环系统。汽提塔底部设计 有液位调节系统。 汽提塔壳侧的蒸汽冷凝液能从几个不同标高的管口排到高压蒸 汽饱和器，再由此将蒸汽冷凝液经液位调节器送入中压蒸汽饱和器。 汽提塔顶部出来的气体送入高压冷凝器顶部， 液氨也送到该设备 的顶部， 其量要调节到使合成塔出口气体中的 NH3/CO2 摩尔比为 3～ 3.5。 在高压冷凝器顶部，上述两种物流相混合并且分配到冷凝器内， 该高压冷凝器设有垂直列管，管内走甲铵液，壳侧为蒸汽冷凝液和蒸 汽，当列管内 NH3 与 CO2 发生冷凝并反应生成氨基甲酸铵时，放出 的热量用于壳侧产生低压蒸汽，产生的低压蒸汽返回蒸汽包，在此分 离掉所夹带的冷凝液后，借压力调节器送入低压蒸汽系统，大部分低 压蒸汽用于后续工艺过程，多余部分送往界区外部。 蒸汽包压力的变化，意味着改变高压冷凝器壳侧温度，影响着管 侧氨基甲酸铵的生成反应，正常的压力整定，应使部分 NH3 与 CO2 将在合成塔中发生反应，以控制合成塔顶部的温度为 180～183℃。 在到高压冷凝器去的液氨管线上设有高压喷射器， 同时也与高压 洗涤器甲铵液出口管线相连接， 高压喷射器的作用是保证从高压洗涤 器来的甲铵液经过高压冷凝器循环回到尿素合成塔， 这样增加了高压 冷凝器的液体负荷，也就提高了甲铵冷凝温度。 由高压冷凝器底部来的甲铵液、 氨和二氧化碳混合物进入尿素合 成塔底部。为了避免塔内液相返混和改善气液相之间的接触，合成塔47内设有十块筛板，CO2 转化率约为 58% 反应混合物通过溢流管流到汽提塔， 合成塔液位保持在溢流管漏 斗上面至少 1 米，以防止 CO2 气体倒流，液位由手动控制阀调节。含 有未转化的 NH3 和 CO2 以及约 6～8%的惰性气体由合成塔送入高压 洗涤器。 在高压洗涤器中，NH3 和 CO2 得到充分的冷凝， 在高压洗涤器下 部设有换热段，为避免在此冷凝过度，故换热器的壳侧采用热水来冷 却，热水循环在一个密闭的加压系统中进行，用热水循环泵将热水先 后流过高压洗涤器，底部循环加热器及热水循环冷却器，热水取走了 高压洗涤器中甲铵的生成热与冷凝热，从而使热水的温度由 130℃加 热到 140℃，此热量在底部循环加热器及热水循环冷却器中移去，在 此热水再次从 140℃冷却到 130℃，在这个密闭循环系统中，温度是 用控制流过热水循环冷却器的液量而自动控制的。 在高压洗涤器中，不冷凝的气体进入上段，由高压甲铵泵把循环 工序的甲铵液打到高压洗涤器， 用循环系统来的甲铵液洗涤回收 NH3 和 CO2，洗涤后的气体经惰气放空筒而排入大气。 所生成的温度约 165℃的甲铵液从高压洗涤器溢流入高压喷射 器，再经高压冷凝器返回合成塔。 （d）循环 离开汽提塔底部的尿素一甲铵液经液位调节并膨胀到 0.294Mpa （绝） 。 由于膨胀的结果使溶液中残存的部分甲铵分解， 所需热量由溶液 自身供给，使其溶液温度降低，气液混合物喷洒到精馏塔填料层上。48尿素甲铵液从精馏塔底部送到底部循环加热器和顶部循环加热 器，在此分别用高压洗涤器密闭循环热水和低压蒸汽加热，将尿素甲 铵液温度提高到 135℃使溶液中的甲铵再次发生分解，汽液相进入精 馏塔下部进行分离，气相通过填料床层被较冷的尿素溶液所冷却，气 相中的水蒸汽则部分冷凝。 离开精馏塔的气体以及由解吸工序回流泵， 送来的解吸气冷凝液 分别进入低压甲铵冷凝器的底部， 在低压甲铵冷凝器内氨与二氧化碳 被吸收并反应生成氨基甲酸铵， 为了移走低压甲铵冷凝器中的冷凝热 和反应生成热，低压甲铵冷凝器采用密闭温水循环进行冷却，该循环 水在温水循环冷却器中换热， 使温水循环水的温度从 65℃降到 55℃， 其热量由设备管侧的冷却水移走， 此温水循环借助于低压甲铵冷凝器 和温水循环冷却器之间的温水循环泵进行， 生成的甲铵液从低压甲铵 冷凝器流到低压甲铵冷凝器液位槽， 低压洗涤器位于低压甲铵冷凝器 液位槽之上面，低压甲铵冷凝器中未冷凝吸收的氨气进入低压洗涤 器，由来自工艺冷凝液泵的工艺冷凝液所洗涤。通过低压洗涤器出口 的压力调节阀， 使循环工序的压力保持在 0.245MPa （绝） 通过此阀， 。 未冷凝的气体送入吸收塔， 用吸收塔给料泵送来的稀氨水溶液进一步 洗涤惰性气体中的 NH3，出吸收塔的惰性气体排入放空总管，排入大 气，出吸收塔的洗涤液送往氨水槽。 在正常操作下， 低压洗涤器加入的氨水量以及调节密闭循环冷却 水的温度，使低压洗涤器出口的调节阀处于关闭状态，这就意味着当 甲铵液中 NH3/CO2 摩尔比为 2～5，含水约为 35%（重量）时，根据 操作压力，甲铵的温度约为 75℃，低压甲铵冷凝器液位槽的甲铵液49经过低压甲铵冷凝器循环，因而提高了效率。生成的甲铵液流入高压 甲铵泵，增压后送入高压洗涤器。 由精馏塔来的尿素溶液通过液位调节阀进入闪蒸槽， 闪蒸槽的真 空度由一段蒸发喷射器来维持，由于压力的降低，大量水蒸汽以及氨 气从溶液中逸出，所以溶液的温度从 135℃降到 90～95℃，结果使溶 液中的尿素含量增加到 75%（重量） ，并将尿素溶液送入尿液贮槽缓 冲区，以缩短尿液停留时间，降低缩二脲生成，闪蒸槽的压力由其出 口气体管上的手动调节阀来控制， 从而控制了闪蒸槽出口尿素溶液温 度。 （e）蒸发 由尿素溶液泵将尿液送至一段蒸发器， 用流量控制来调节进入一 段蒸发器的尿液流量，在一段蒸发器中，尿素溶液浓度从 75%增至 95%（重量） ，控制出口温度约 125～130℃。一段蒸发器的压力，由 一段蒸发喷射器来维持， 由一段蒸发冷凝器出口气体管上压力调节阀 来控制，正常操作压力为 33.34KPa(绝)。出一段蒸发器的汽―液混合 物流入一段蒸发分离器，分离后气相进入一段蒸发冷凝器，液相送往 二段蒸发器，在 65.53KPa(绝)压力下，浓度增至约 99.97%（重量） ， 气液在二段分离器中分离，熔融尿素流入熔融尿素泵的入口，升压后 送至造粒装置。一段蒸发冷凝器中未凝气体则由一段蒸发喷射器抽 出，气体进入最终冷凝器冷凝，在此，极少量未冷凝气体排入大气。 出二段蒸发分离器的气相进入二段蒸发冷凝器中冷凝， 未冷凝气经二 段蒸发喷射器 A 增压后进入中间冷凝器中冷凝，未冷凝气经二段蒸 发喷射器 B 增压后进入最终冷凝器中冷凝，极少量未凝气放空。一、50二段蒸发冷凝器及最终冷凝器中得到的冷凝液送至氨水槽； 然后由工 艺冷凝液泵返送至低压洗涤系统。 为了减少尿液的停留时间，从而减少缩二脲的生成，在正常操作 的条件下，尿液贮槽应是没有尿液的，而尿液缓冲区中的液位也必须 保持在最低液位上。 （f）工艺冷凝液处理 温度为 40℃，压力为 0.46MPa 的工艺冷凝液液，在板式换热器 内部加热到约 90℃，经流量指示后进入解吸塔的上部第 49 块塔盘上 面。解吸塔的操作压力约为 0.2MPa，该塔为浮阀塔，由一块离塔底 适当高度的升气板将塔分成两部分，在解吸塔的上部，料液中的大部 分 NH3 和 CO2 被塔下部的气体汽提出去，塔的上部有 19 塔板，而下 部有 36 块塔板。 聚集在升气板上温度为 135℃的液体，由水解给料泵送到水解器 换热器中预热后，再送到水解器。 在水解器内，温度操作在 230℃～236℃的范围内，经 2.5MPa 的 蒸汽加热尿素几乎全部分解成 NH3 和 CO2。 离开水解器的溶液就在升 气板的下面进入解吸塔的下部，以便把最后少量的 NH3 和 CO2 汽提 出来。 这种汽提效果是通过在解吸塔的底部通入 0.33MPa 的饱和蒸汽 来达到的。处理后的冷凝液中含尿素〈5ppm，NH3〈5ppm。 为了稳定系统的压力控制和达到纯化的目的， 在解吸塔的底部通 入少量空气。 4.2.3 合成氨装置原材料、辅助材料和燃料、动力消耗定额(见附表): 原材料、辅助材料、燃料和动力消耗定额（以总氨计）51序 号 一 1 2 3 4 5 6 7 8 9 二 1 2 3 4名 称 原辅材料 原料煤 ADA 脱硫剂 低变催化剂 烷化催化剂 甲醇催化剂 氨合成催化剂 活性炭 精脱硫剂 润滑油 燃料动力 电 脱盐水 一次水 压缩空气规 格单 位消耗定额备注入炉煤吨 公斤 公斤 公斤 公斤 公斤 公斤 公斤 公斤1.25 0.07 0.17 0.04 0.07 0.15 0.3 0.1 1.2Kwh T T Nm3 8 104.2.5 甲醇装置消耗定额注：消耗定额以生产一吨产品计。 精甲醇（甲醇精馏）产品主要原料、辅助材料消耗定额、消耗量 序号 名 称 1 粗甲醇 2 烧碱 3 冷却水 2 3 4 5 电 蒸汽 压缩空气 氮气52规 格 93% 30% 温度:32℃ 压力:0.3MPa 压力:0.4MPa 饱和单 位 t kg t kwh t m3 m3消耗定额 1.15 2.5 96 10 1.5 50 0.5备注注：消耗定额以生产一吨产品计 4.2.6 尿素装置原材料、辅助材料和燃料动力消耗定额 尿素装置消耗定额名 称 液氨 CO2 冷却水 电 蒸汽 蒸汽 回收蒸汽冷凝液 仪表空气 润滑油 活性碳 包装袋 规 格 NH3≥99.5% CO2≥95.7% ≤32℃,△t=6℃ 2.5MPa(绝),饱和 0.45(绝),饱和 0.588 0.785MPa(绝) ～ 单 位 t t t kwh t t t 3 M (标) kg Kg 个 消耗定额 0.58 0.775 150 125 1.05 -0.15 0．78 42 0.4 0.016 20.5吨尿素备 注 以 100%氨计 以 100%CO2 计50kg/袋4.3 自控技术方案 4.3.1 自控水平和主要控制方案 4.3.1.1 设计范围 本设计为宁夏丰友化工有限公司合成氨、尿素节能技术改造项 目，包括合成氨、尿素、热电及公用工程的自动化检测与控制。 4.3.1.2 自控水平 集散型控制系统（DCS）是利用计算机技术对生产过程进行集中 监视，操作管理和分散控制的先进控制系统。与常规模拟仪表构成的 系统相比具有更丰富的运算控制功能，逻辑运算功能，更高的控制品 质，集中监视操作，直观清晰，系统扩展性好，易于改变控制方案， 可靠性高，维护量小，与上位机连接便于全厂优化管理，具有丰富的 存贮功能，便于记录各种数据，提供分析依据等。 本设计依据工艺装置的规模、流程特点及操作要求，吸收了同类53工厂自动化方面的成功经验, 并考虑国内外新型仪表的发展和实际 应用,设置了较完善的检测、自动控制系统及必要的信号报警保护系 统,采用 DCS 对生产过程进行监控。 其中造气工段单独采用一套 DCS。 其余工段或装置在综合楼控制室采用一套 DCS。整个工程共设检测 点约 2546 余点，自动调节系统约 360 套。正常情况下操作人员在控 制室就可以使装置连续安全生产。 本工程自控水平依下列原则确定: a.对工艺过程影响较大,需随时监控的参数设调节; b.对需要经常了解其变化趋势的参数设记录; c.对工艺过程影响不大,但需经常监视的参数设指示; d.对可能影响生产及安全的参数设报警或报警及连锁,并进行报 警打印; e.对要求计量或经济核算的参数设积算; f.对生产过程设班报、日报及月报等报表打印; g.对生产过程中机泵等运转设备设状态显示. 4.3.1.3 主要控制方案 本工程采用 DCS 控制室集中控制和就地集中控制相结合的控制 方案. 4.3.1.3.1 集散型控制系统 本设计新上一套 DCS 系统，并具备下述功能： （1） 过程控制功能 PID 反馈控制功能，顺序控制，串级，比值，前馈和自适应等控 制功能。54（2） 操作功能 通过专用操作键盘，触摸式屏幕实现工艺过程的操作，操作工可 以方便地处理各种信息。 （3） 显示功能 具有总貌显示，分组显示，回路显示，趋势显示，报警预览，动 态模拟流程图显示等。 （4） 报警，打印制表功能 过程报警信号可画面显示，可声光报警，各类报警状态均可实时 打印。 根据用户要求而定的报表格式，内容，打印周期进行实时打印， 也可以随时打印各类报表信息。 （5） 信息管理及通讯功能 重要信息均能自动保存在存储器内，可方便地在操作站调出。可 通过接口与上位机通讯，执行优化控制，生产管理功能，可与可编 程控制器（PLC）进行通讯，执行顺序控制，信号联锁功能。 （6） 其它 丰富的软件支持，组态工作简明快捷，控制用输出插件均为双重 化。 4.3.1.3.2 信号报警和联锁系统 保护装置和设备的安全， 根据工艺专业所提条件设计了报警联锁 系统，这些功能由 DCS 实现，通过 DCS 操作站可清楚的观察联锁 系统的运行情况，或者由继电器实现，DCS 报警。 信号开关为直接型（如压力等） ，或间接型（如变送器作用的开55关等） 。DCS 画面根据报警级别的高低分别选择不同的颜色及闪烁来 提醒操作人员， 操作键盘上预组态的报警指示灯可以提供非当前画面 的报警信息。 4.3.1.3.3 仪表电源 DCS 采用不间断电源（UPS）供电，UPS 电源输出质量要求为 220VAC+2%，50Hz+0/2Hz，波形畸变《+0.5%，间断时间〈5ms，备 用时间不少于 30 分钟。总 UPS 容量为 10KVA。 4.3.2 仪表类型的确定 本工程部分工艺介质有腐蚀性,故对一次检测元件和调节阀接触 介质部件的材质作了相应考虑.仪表选型以可靠、适用、经济、先进 为原则。变送器采用近几年内使用成熟的引进和国外原装系列产品. 其它仪表选型具体如下: 4.3.2.1 温度测量 集中测量时,采用国际统一标准的热电阻或热电偶;就地测量时采 用万向型双金属温度计. 4.3.2.2 压力测量 集中测量时,采用压力变送器;就地测量时,根据不同的工艺介质, 分别采用普通压力表、隔膜压力表、防腐压力表等。 4.3.2.3 流量测量 根据工艺操作及工况的不同,分别采用涡街流量计、电磁流量计、 质量流量计、转子流量计，节流装置等。 4.3.2.4 液位测量 根据工艺操作及工况的不同,分别采用超声波液位计、雷达液位56计、静压式液位计、差压变送器等. 4.3.2.5 执行机构 本设计采用气动单座，双座、防腐等调节阀,并对阀门内件材质 作了相应考虑。 4.3.3 主要关键仪表选择 本设计 DCS 由操作站、控制站、冗余的通讯总线及电源系统、 打印机等配置而成,DCS 系统要求留有上机接口,以便实现全厂管控一 体化.DCS 的控制功能、画面功能、报表功能、历史数据存储功能及 各项技术指标应能满足本工程的要求。DCS 电源由 UPS 供给。 气动 执行器宜选用引进技术生产的系列产品。变送器选用国外引进产品。 4.4 主要设备选择 4.4.1 合成氨装置 4.4.1.1 造气 （1）造气炉 根据全厂物料平衡，本工程半水煤气最大量 Q＝/h， 根据厂内原有气化炉的操作经验，φ 2650 造气炉的气化强度为
Nm3/h，因此需要 17 台造气炉，备用 3 台,共计 20 台。厂 内原有 20 台造气炉改造供本工程使用，采用 4 炉 1 锅 1 塔配置。 （2）造气鼓风机 半水煤气炉的鼓风强度 80m3/m2?min,漏损系数 1.1，温度压力修 正系数 1.05，则空气消耗量：80×5.31×1.1×1.05＝491（Nm3/min） 。 另外，上吹制气时需有加氮过程，取吹风消耗空气 10%，即为 10% ×491=49.1（Nm3/min） 。57四台造气炉共用一台风机，故选用流量 600m3/min 的空气鼓风机 3 台，2 开 1 备。 （3）气柜 1 个 10000m3 直升式气柜作为 24 万吨/年氨醇的半水煤气气柜， 气体停留时间 5.4 分钟。 4.4.1.2 半水煤气脱硫 脱硫塔 总处理气量 G0=/h 操作平均温度 35℃，操作压力 1.4kg/cm2（绝） 脱硫塔选用填料塔，内装聚丙烯鲍尔环填料，比表面积~120；据 计算：空塔气速 1.06m/s D=[G0(t1+273)/0.785× 1× W 3600× 273]1/2 P× =[116190× (35+273)/0.785× 1.06× 3600× 1.4× 273] 1/2=5.58m 圆整得塔径 D=5.6(m) 选用Φ
脱硫塔一台。填料 2×6m 内装聚丙烯格珊填料，比表面积~50；据计算：空塔气速 1.1m/s D=[G0(t1+273)/0.785× 1× W 3600× 273]1/2 P× =[116190× (35+273)/0.785× 1.1× 3600× 1.4× 273] 1/2=5.48m 圆整得塔径 D=5.6(m) 选用Φ
脱硫塔一台。填料 4×5m 内装聚丙烯高效填料，比表面积~190；填料空隙率~0.95；据计 算：空塔气速 0.94m/s D=[G0(t1+273)/0.785× 1× W 3600× 273]1/2 P× =[1161900× (35+273)/0.785× 0.94× 3600× 1.4× 273] 1/2=5.93m 圆整得塔径 D=6.0(m)58选用Φ
脱硫塔一台。填料 2×5m 控制指标： 脱硫前的 H2S 含量 1g/Nm3。 脱硫后的 H2S 含量~150mg/Nm3。 4.4.1.3 压缩 根据全厂物料平衡： 压缩机一段入口半水煤气最大量 Q＝/h， 入口温度：35℃ 入口压力：21KPa 当地平均大气压：89.04KPa 因此需选择 7 台 6M50-305/314 压缩机，单台打气量 305m3/min。 4.4.1.4 变换 低变炉 本工程变换工段采用单系列。低变炉生产能力可通过 24 万吨/年 合成氨。 低变炉的操作压力 2.1MPa（表） ，炉温在 200～400℃之间运行。 设计能力 24 万吨/年。折 33.32 吨/H 催化剂用量计算 催化剂拟采用耐硫性能好、低温活性强的低温变换催化剂。形 状为球形， 直径φ 3~5， 堆密度 0.9~1.0Kg/l,低变催化剂空速约 1800h-1, 催化剂用量 62M3。 催化剂床层阻力降 按经验假定低温变换炉内径 Dt=3600mm59采用公式 △P=2.1× -8q 10f .G.1.9? .dp.q 1 .11? E E3qL△P:气体通过催化剂床层阻力降：kg/m2 f：摩擦系数 1.5 G：气体质量流速 kg/m2.hγ :气体在操作状态下的密度：kg/m3 dp：催化剂颗粒直径：m E=0.378+0.308×dp DtDt：催化剂床层直径，m L：催化剂床层高度， m G=209× 33.32× 18.87× =14481kg/m2.h 其中：209 为吨 NH3 的湿变换气摩尔量 ，18.87 为湿变换气平均 分子量 γ =ro ? 22 ? 273 ? 8.12 kg / m 3 ro:标态气体密度 18.87/22.4 273 ? 3501?4? 3.4 2350：变换炉平均反应温度 E=0.378+0.308×9 ? 10 ?3 ? 0.379 2.8△ P 总=2.1× -8× 101.5 ?
1 ? 0.379 48 ? ? 1.1 3 ? 8.12 ? (0.009 ) 0.379 ? 3.6 2 4=1135mmH2O 因系统单套生产能力较大， 低温变换炉通气阻力降比常规小氮肥 行业中经验值偏大。考虑到系统操作压力较高，设备过大会造成加工60制作费用高等因素，床层直径选定为 3600mm 是比较适宜和经济的。 设备材质选用 15CrMoR（热壁式） 。 4.4.1.5 变脱 变脱塔：总气量 G0=/h 进工段平均温度 35℃，压力 22kg/cm2（绝） 变脱塔选用填料塔，内装聚丙烯填料，比表面积 180~260，据计 算：空塔气速 0.158m/s D=[G0(t1+273)/0.785× W1× 3600× 273]1/2 P× =[140118× (35+273)/0.785× 0.158× 3600× 273] 1/2=4.0m 22× 圆整得塔径 D=4.0(m) 选用Φ
变脱塔一台。填料 3×6m 控制指标： 变脱前 H2S 含量 250mg/Nm3；变脱后 H2S 含量≤10mg/Nm ；34.4.1.6 脱碳 选用处理气量为 140000 Nm3/h 的变压吸附装置，操作压力为 2.0MPa。 4.4.1.7 精脱硫 选用Φ 3600 的精脱硫塔两台，串联使用。 4.4.1.8 原料气精制 （1）高压醇化塔 高压醇化塔选用φ 1600 的塔径， 结构形式为 GC 型轴径塔催化剂 自卸结构。61（2）高压烷化塔 高压烷化塔选用φ 1400 的塔径，结构形式为 GC 型φ 1400－ R101Y 的一轴一径催化剂自卸结构。 4.4.1.9 氨合成 公司内现有φ 1000 及φ 800 的氨合成系列各一套，由于运行多 年，能耗高，本次技改淘汰原有合成系列， 新