氨醇系统优化及纯碱系统扩能改造项目资金申请报告

1、氨醇系统优化及纯碱系统扩容项目资金申请报告 附录：1、企业能源管理制度、程序等文件2.项目改造前后用能设备和电能计量设备清单1、企业基本信息表和项目基本信息表（附件1、2）附表一：企业基本情况表金额单位：万元公司名称山西杨梅丰喜肥业（集团）有限责任公司稷山分公司合法代表任福耀公司地址山西省稷山县城关镇联系电话商业登记注册类型国有控股员工人数（人）1300其中：技术人员（人）200联系银行信用等级是否有国际认可的技术中心企业资产总额4.32亿固定资产原值3.9亿固定资产净值2.76亿资产和负债（）119.72%商业贷款余额其中：中长期贷款余额短期贷款余额上年主要产品产能、国内市场占有率、能源及相

2、关资源消耗量年产纯碱30万吨、氯化铵30万吨。产品主要用于玻璃生产，消费量占产量的50%以上。改造前，三胺尾气没有得到充分利用，能源结构也没有优化。 ，每年消耗原煤43662.22吨，用电量3000万千瓦时。每年（过去三年）经营情况2008 年2009 年2010 年评论销售收入41825.218222.9731245.19利润6036.64-5798.54-2916.36税2667.671514.3992.23附表二：项目基本情况表企业法人签名： 金额单位：万元公司名称山西杨梅丰喜肥业（集团）有限责任公司稷山分公司行业化学项目类型节能项目名称氨醇系统优化及纯碱系统扩容建设期2年项目负责人和联

3、系电话赵永目建设的必要性（项目资源消耗现状、存在的主要问题）3万吨/年三聚氰胺投产后，废气中富含CO 2 ，纯碱系统无法完全吸收，导致三聚氰胺无法满负荷生产，造成HCO 3 -纯碱系统母液含量超标，碳化塔筛板温度过高。二次结晶过程中结晶颗粒高、细、产品质量差，与现代循环经济企业标准要求相去甚远，严重制约了吉山公司的可持续发展。生产规模全面优化升级，节能减排势在必行。本项目是一项综合技术改造项目，以优化升级、节能减排为核心内容。在原有设备的基础上，采用先进技术优化组合，达到安全、环保、增效、节能减排的目的。符合国家产业政策和节能环保要求也是现代企业发展标准的必然趋势。项

4、目建设内容结合公司合成氨联氨、三聚氰胺、联氨的实际开发和经营情况，采用新材料、新技术，将纯碱系统填充至30万吨/年纯碱和30万吨/年氯化铵，支持优化升级10万吨/年合成氨完成后的目的以优化升级、节能减排为核心内容，在原有装置的基础上，采用先进技术进行优化组合，达到安全、环保、高效、节能、环保的目的。减排，以三胺尾气为原料生产纯碱（尾气为NH3和CO2混合气），解决了三胺尾气的综合利用，使合成氨生产变换气中的CO2每年减少二氧化碳 15万吨，采用先进的转化气碱生产工艺，降低纯碱电耗，年产10吨纯碱和10万吨氯化铵的单位能耗由449.16kg/双降低吨改造前。以每对411.23kg/吨计算，年节约

5、标准煤3792.72吨标准煤。项目总投资19155.31固定资产投资12000银行贷款12000自养及其他7155.31新增销售收入40048.95项目前期工作设备已签约。注：建成后实现的目标必须注明项目实施后可能实现的具体目标，如节能*吨标煤、（节能*吨、节电*10000千瓦时）2 、企业能源管理2.1 企业能源管理目标以科学发展观、合理配置资源、优化产业结构为宗旨，“自主创新与引进技术相结合，促进节能降耗，达标环保”。通过节能技术改造，改进生产工艺，大力发展循环经济，达到国内先进水平。2.2 企业能源管理组织架构、人员及职责公司坚持科学发展观，以节能、节材、清洁生产和发展循环经济为重点，不

6、断完善能源管理体系建设，加强科学能源管理，坚持管理和技术创新，有效加快技术改造，提高能源利用率。效率提升企业竞争力，促进企业快速高效发展。公司建立健全了三级节能管理网络，确保节能工作层层管理，做到事事有人管。公司能源管理部门职责如下：1、公司生产管理部门负责对能耗单位进行月末考核，节庆奖超罚。2、各生产用能单位要根据确定的消费定额，制定本部门的节能指标，并制定落实措施，落实到位。3、公司应派专人对能源利用情况进行管理，月底汇总比较，并向各公司生产管理部门报告利用情况。4.生产用能单位要建立用能责任制和节能超标制度。5、生产用能单位要合理组织生产，确保生产安全、稳定、长期、满负荷运行，达到节能降

7、耗的目的。6、对主体用能设备（锅炉、煤气炉、生产用电炉等）要完善计量、台账、能源指标和考核办法。操作人员应谨慎操作，合理调整负荷，提高利用效率。2.3 企业能源管理规章制度2.3.1水管理系统1、设备管路应保持良好密封，防止泄漏。2、公司要全面规划，合理布局，做到一水多用。3、供水单位应充分了解各供水单位的情况，尽量节约一次水量。4、新增或开发项目的用水，由技术主管部门报送，经分（子）公司生产副总批准。5、能使用二次水的单位应尽量节约一次水量。6、实行水循环利用，在各生产过程中尽可能使用水的闭路循环。7、各除尘用水设施应安装污水处理装置，采取沉淀、循环、分离等措施，实现清浊分流，提高水的回用率

8、。8、各责任部门负责供水设施的维护保养，严禁跑、跑、滴、漏。2.3.2电力管理系统。1、附属变压器应根据负荷变化合理调整，尽量减少变压器和线损。2、电机容量应与主机功率负载相匹配，严禁开小车或空车。3、不要随意将电炉等用电设施接在电线上。4、办公楼、宾馆、食堂、职工公寓等用电单位，人走时应关灯，以节约用电。五、制定安全用电、计划用电和节电“三用电管理”细则，加强对生产、生活和外用用电的管理和考核。2.3.3煤炭和燃料的管理1、公司煤炭、燃料采购执行物资采购控制程序。2、公司编制了化工过程管理规范，明确了原煤、燃料煤、油品的消耗管理。3、各用户单位对煤、燃料实行计量管理，严格操作，减少运输过程中

9、跑、跑、滴、漏、洒。4、锅炉、燃气生产、物流食堂等主要用煤单位要使用节能设施，提高热效率，降低原燃料消耗。5、公司编制了原煤、燃料煤管理标准，明确原煤、燃料煤的验收标准和筛选程序，控制入炉煤质量，降低煤耗。6、公司制定了润滑油管理标准，控制油耗。2.3.4焦炉煤气管理焦炉煤气进出单位要计量管理，严格操作考核，减少跑、跑、滴、漏。2.3.5蒸汽管理1、各用户对进出汽实行计量管理，严格操作考核，减少跑、冒、滴、漏。2、各级蒸汽应合理分配，提高热利用率。2.3.6回收管理1、对生产性分（子）公司生产过程中产生的可利用废弃物，设置相应的回收设施或专人回收。如制气渣，经过筛分和破碎后，可用于沸腾炉，以减

10、少烟煤的消耗。2、充分利用可回收的工艺废水和废气，有效降低各种能源消耗。3、公司技术管理部门在引进技术和设备选型时，首先考虑选用先进技术、清洁技术和低能耗的设备。4、禁止采购国家已公布的高能耗产品和设备。5、逐步淘汰集团公司能耗高的落后产品和设备。6.支持和鼓励节能技术的推广应用，大力倡导小改小改的合理化，对采用和实施并有节能效果的人给予奖励。7、采用清洁生产技术，实施清洁生产，加强节能宣传教育，增强全体员工的节能意识，全体员工都有节约能源的义务和报废的权利。项目实施前能源消耗状况3.1 项目实施前的生产工艺及主要生产设备3.1.1项目实施前的生产流程 氨半水煤气是以无烟灰为原料生产的。半水煤

11、气脱硫后送入压缩机增压后送入变换系统，再经转化脱硫脱除气体中残留的无机硫，进入变换炭化段产气系统脱除CO2后，经过精脱硫工段，经压缩后进入精炼铜洗涤工段，再次净化气体。纯碱部分：原盐在盐析结晶器中加热，然后通过氨吸收段。母液吸氨至目标后进入炭化塔与合成系统送来的变换气发生炭化反应，除去变换气中的CO2，生成重碱，即煅烧尾气CO2被低压机吸收加压后再次进入炭化系统参与反应。三胺部分：以尿素为原料，将尿液熔化后进入反应器、冷却器、结晶器、尿洗塔等设备生产三聚氰胺，产生的尾气送至纯碱系统炭化段吸收母液氨。3.1.2 主要生产设备3 5吨炉后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1循环流化床锅

12、炉CSG-35/3.82-P(FX)2蒸发量 35 m 3 /h设计压力3.82MPa2进料泵DG46-50103流量 40m 3 /h 扬程 50m3蒸汽泵ZQSL-141/32流量 14m 3 /h 泵速 90min4鼓风机AGX35IANO15D3流量 4566350580m 3 /hH=1280512320Pa5引风机AYX35-INO14D2流量 90175117242m 3 /hH=55724553Pa15吨炉后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1循环流化床锅炉CHF15-1.251蒸发量 15 m 3 /h设计压力1.25MPa2进料泵DG46-3072流量 46m/

13、h 扬程 210m3蒸汽泵2QS-21/171流量 21m 3 /h4鼓风机AGX35-112.5D3流量 45663m 3 /h深井供水后期作业设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论11#深井泵250QJ80180/90122#深井泵250QJ80180/90133#深井泵200QJ8099/9014初级水泵6BA-835浓缩水泵IS80-65-1601静电除尘器岗位设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1静电除尘器新万达40m21软化后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1原水过滤器1000 25001内置2m高石英纱2正面正床1200 40001弱酸性阳离子树脂

14、2.5吨3阳床1200 30003强酸阳树脂 732001每个2吨4阳床1200 300022吨弱碱阴离子树脂/单位5脱碳剂800 60001内置空心塑料球6盐酸罐8m玻璃钢生产7软水泵2DA-89JO2-52-4/10KW6流量18m 3头74.7m转速 1450 转8中间泵马达FS50-25B5.5KW流量30m 3头30m转速 1450 转回渗后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1多媒体过滤器GLQ-552600 38103石影砂1800mm黄煤800mm2安全过度思考者GJM-40500 15501流量 40m 3 /h10um滤芯3精密过滤器GJM-80800 20001

15、内置54um滤芯4高压泵D4630 62流量 46m 3 /h 扬程 180m5辊式反渗透装置SRO-402内置42个膜片6脱盐水泵ICB100-80-125头20m7中间水泵ICB100-80-1202流量 80m 水头 30m8混合交换器TNHC-16001强酸阳树脂1000kg强碱阴离子树脂 200kg气体发生计算机后置设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1鼓风机D500-2200D700-26002流量 500m 3 /h流量 700m 3 /h2储气罐5000m13洗涤器 12001 1 200150012005综合循环水后期设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1

16、一体式闭路水冷却塔捷运4722循环热水泵350S-263Q= 1260m3/h H=26m3循环冷水泵350S-443Q= 1260m3/h H=4循环泵8BA-121Q=280m3换位设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1转化炉3200 154201第 7节2节 2节 8 米2节 3 11 米22前置变压器2600 _13饱和热水塔2000 257891不锈钢规整填料饱和塔8m，热水塔6m4预热柱1100 45851F=80m5气水分离器1500 335416热交换器1100 87641F=325m8电子加热器1000 45301功率420KW9回火热水器1000 51001F=1

17、00m10热水器1000 76001F=200m11焦炭过滤器2600 60001处理气量 23000m/h脱硫后设备清单序列号设备名称规格单元数量1罗茨鼓风机ZL93WDT塔2带电机Y450-8塔22吹风机RRG-350塔2带电机Y450-8塔23静电除油剂4500 10500 _塔24溶液泵300S-58塔35硫磺泡沫泵CZ65-40-200A塔26地下溶液泵YISW65-160塔27湍流塔2200 /280025000塔28半水煤气脱硫塔4500 43000塔19半水煤气冷却净化塔4500 30000塔110反应罐8000 8575塔111再生罐10000 9476塔112事故槽9000

18、 9475V = 422m3塔113硫磺泡沫罐4000 5203V = 57m3塔114硫磺泡沫头罐2000 3008V = 7.4m3塔215熔硫釜1100 / 1000 _V = 2m3塔216溶液制备罐2500 1500V = 6.78 立方米塔117 手动单梁起重机Q=10T L=8M塔118脱硫真空过滤机MS-8塔119玻璃钢冷却塔600m3/H塔120闭路循环水泵250S-39塔3二十一余量泵YISW65-160塔2二十二硫磺罐2500 1800 _塔223硫膏泵650HD-ZK-30-50塔224罗茨鼓风机L84WP塔125蒸汽分离器2500 7700 _塔126残油罐6000

19、30001500塔127残油罐塔128静电除焦污水池塔1换位设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1变异塔2600 190001塑料填料2清洗塔2000 1300013变量泵125D2573N=75KW Q= 54m3/h H=4清洗泵100D4532N=55KW Q= 85 m3/h H=5硫磺泡沫泵IB65-50-1602N=7.5KW空压机后置设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1空气压缩机2Z-6/8-12N=45KW，Q=6Nm 3 /min2空气压缩机SLT-100A1N=75KW, Q= 12.8m33储气罐1800 486014缓冲罐700 180015空气干

20、燥器CW2-8/101Q=8Nm 3 /min炭化后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1外冷却炭化塔2800 /38003447542外置冷却器1500 600012F=469m31#AII换热器1000 60001F=300 m42#AII换热器1600 106081F=750 m5氨II热交换器ZGH-7501F=750m6清洗泵IJ175-150-4002Q= 250m3/h, H=7氨二泵IJ100-80-4002Q= 150m3/h, H=炉气氨泵IJ100-65-2002Q= 80m3/h, H=8AII桶10000 70001V=510m压滤机设备清单序列号设备名称规

21、格数量主要技术参数评论1压滤机深/100012氨泥浆泵SBAK40-250B2Q= 20m3H=63m3氨 II 回收泵SBJ50-32-160B2Q= 17m3H=28m4氨回收桶240020001副塔柱设备清单序列号设备名称规格数量主要参数评论1妈妈一号沉淀泵3PN2Q= 16m/h 2洗涤水泵IFJ100-80-1602Q= 100m/h 3软水泵D12-2562Q= 32m/h 41#、2#MI泵IJ175-150-4502Q= 100m/h 吸收岗位设备清单序列号设备名称型号和规格数量主要参数评论1女我泵SBJ125-80-200A3Q= 150m/h 2女我泵SFZA80-315L

22、 Q= 60m/h, H=3澄清=2120m4澄清桶混合机JZQ5001筛选岗位设备清单序列号设备名称规格数量主要参数评论1转鼓真空过滤机13.5m2360吨/天2电吹风L52LD226.8m3/58.8Mpa3真空泵SKA353462m3/分钟4真空分离器1200 39654V=3.67m5洗桶2000 20001V=6.3m6增稠剂3000 63001V=17.6m煅烧后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1内碱蒸蒸汽煅烧炉 2500270001F=2100m生产能力 350t/d快速旋转n=7.04r/min慢转n=0.27r/min2内碱蒸蒸汽煅烧炉

23、 2 8 00270001F=2600m生产能力 350t/d快速n=6.04r/min慢转n=0.4r/min3炉气冷凝塔1600126082750m4炉气洗涤器2000114582低压机后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1二氧化碳2压缩机5L-40/4.22风量 40m 3 /min排气压力0.42MPa转速 490r/min功率250KW2二氧化碳2压缩机LW-60/4.21风量 60m/min3循环泵250S-60-4552Q= 600m3/h, h=鲜液蒸馏设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1轻液蒸馏塔12001945012吸收塔800125381F=152

24、m结晶工位设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1盐析结晶器 10000100001V=542m2冷沉淀结晶器8500 93451V=330m31#2#外置冷却器1800 59912F =656m43#4#外置冷却器2000 60002F =840m5全级分隔符1500 470046氨分离器1200 23904V=3.25m7工信部枪管90006001V=440m8人工智能桶650060002V=200m9母液换热器100060004F =153m10不锈钢波纹管母液换热器120079221F=250m11不锈钢波纹管水热交换器120059861F =212石墨水热交换器1200792

25、22F=250m制冰机岗位设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数 参数评论1氨罐2800 152002V=100m2氨罐2200 120001V=48m3制冰机JZKA31.53Q=2520KW4蒸发式冷凝器CXV-4544标准排热1956KW5蒸发式冷凝器CXV-4811标准排热2080KW6蒸发式冷凝器ZFL-20001标准排热2111KW纯碱水闭路后置设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数 参数评论1水泵500SW593Q= 2016m3/h H=2冷却塔LF-7.7型22000m3精细作业设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数 参数评论1萃取塔2200 112063V=34

26、.22蒸汽加热器9003001一个=120m3水冷却器90033961一个=150m离心机立柱设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1离心机HR500-N4滚筒直径 410/510mm滚筒最高转速2000r/min最大推送次数为80次/分钟主电机 Y225s4/37KW最大产量15-20吨2增稠剂35004003V=20.6m泵作业设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1人工智能计量泵ZB125-100-2003Q= 200m/h, H=2AI清洗泵ZB200-150-4002Q= 400m/h, H=3MII泵JH200-150-4502Q= 300m/h, H=4MII泵S

27、FLZ150-500L1Q= 360m/h, H=5滤液泵ZB125-100-200B2Q= 200m/h, H=6盐析轴流泵ZLH6500-11Q= 6500m/h, H=7冷沉淀轴流泵ZLH3400-43Q= 3400m/h, H=8冷沉淀轴流泵ZLH4500-2.51Q= 4500m/h, H=调盐后设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数 参数评论1斗式提升机TH40022斗式提升机TH50023皮带输送机ZQ500-4-134粉盐机JF6004甲醛柱设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1氧化炉1300 594312蒸发器1400 522213吸收塔1200 145271不

28、锈钢规整填料 8m4两个吸收塔1000 145021不锈钢规整填料 7.5m5粗酒精罐4500810026甲醛计量罐2500420037甲醛成品罐6000950028罗茨机L63D3Q= 4923m3/h 功率罗茨机9甲醛加料泵FB40-402Q= 7.2m3/hH=N=4.0KW纯碱包装设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1纯碱自动包装机DCS-502氯化铵包装设备清单序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1自动包装机DS-5022皮带输送机TD75-B65023皮带输送机TD75-B8002.3.2项目实施前能源消耗的种类和数量改造前年产10万吨纯碱和10万吨氯化铵按当量计算。根

29、据工艺计算要求，装置总能耗为：44916吨标准煤/年，单位产品能耗为449.16kg标准煤/双吨产品。设备能耗表（每双吨）序列号项目单元消费指标换算系数换算能耗换算成标准煤 kg评论1电千瓦时3000.404121.22循环水M3_ _2500.14335.753蒸汽公斤14200.129183.184仪表空气Nm3_ _300.041.25软水（碳酸钙含量少米31.70.4860.82626二氧化碳2Nm3_ _5000.214107全部的449.16注：采用标准换算系数：原煤为0.9，电相当于0.4043.3 项目实施前能源计量措施采购的原煤通过电子车进行水平计量，然后存放在煤场。当原煤处

30、于汽化阶段时，采用电子皮带秤进行计量；液位计量和监控。3.4 项目实施前的产品种类、数量及统计方法序列号产品名称产品产能（万吨）实际产量（万吨）统计方法1苏打粉1010总体规划2氯化铵1010工程拟采取的节能技术措施4.1 项目节能改造工艺流程及主要生产设备4.1.1碳化工段工艺流程为：来自合成氨系统压缩机第三级的变换气（1.6MPa，约26%CO 2 ）经变换气汽水分离器分离后，从炭化塔底部进入。 CO 2被母液吸收，同时母液中的部分氨气蒸发成气体，从干馏塔顶部排出的干馏尾气进入尾气回收塔（辅助塔)，被软水洗涤吸收，从塔顶排出。符合要求的脱碳气（CO 2 0.2%，NH 3 0.1g/m 3

31、 ）经洁净氨尾气分离器，夹带液滴分离后返回氨合成系统压缩机四进料，分离后的液体与塔底的新鲜氨水一起排出，或作为碱过滤机洗水。氨吸收后的氨母液进入A桶，由氨泵加压，在氨母液冷却器中与冷却水换热后送至炭化塔上部，吸收变换气中的CO 2生成NaHCO 3结晶，反应热和结晶热自然循环到外部冷却器，带走冷却水中的热量。从塔底排出的炭化液通过自压排至塔顶浓缩机。软水段送出的软水经软水增压泵增压后进入尾气回收塔上部洗涤吸收碳化尾气中的NH 3和少量CO 2 。洗涤过程中产生的热量通过冷却水盘管和塔内冷却水箱由直流水带走。为保证初次开机的结晶质量，氨母液的温度要求高于40。此时可在碳化塔底部通入少许蒸汽加热氨

32、母液。新装备清单如下：序列号设备名称规格数量主要参数评论1外冷却炭化塔2800/380022浓气碳化塔3200/520013外置冷却器150060009F=469m 24碱过滤器12 0 米25碳酸汽水分离器1800 x450016AII泵SBJ50-32-160B27AII泥浆泵SBAK10-250B28澄清桶11000 米24.1.2工艺流程为：氯化铵结晶工艺采用固体加盐、液氨直冷、逆向除料工艺，具体工艺如下：氨吸收送出的热氨I进入热氨I桶，由氨I泵抽出，再经过石墨换热器和一次水进行换热冷却，再进入石墨管热换热器母液进行换热降温，温度在27左右，经溢流槽进入冷析结晶器方箱，与外冷器的循环母

33、液混合后进入中央冷沉淀结晶器管。然后，加盐产生共离子效应，沉淀出氯化铵晶体。清液母液溢入母桶，母由母泵抽出，经母液换热器与热氨换热（或走捷径）排出氨。母泥由母泥泵抽出，送入盐析结晶器长大回收。加盐是固体加原盐。原盐经皮带输送机送入加盐仓，经盐破碎机破碎后，流入盐埋刮板提升机，再送入盐析结晶器中心管。进入盐析结晶器底部，分布上升并逐渐溶解，同时析出氯化铵晶体。盐析结晶浆从盐析结晶器中取出至盐析浓缩装置，经浓溢清液流入滤液桶。除去结晶中的氯化钠后，从冷沉淀结晶器中取出至浓缩机，清液流入滤液桶，晶浆送离心机分离成品氯化铵包装，滤液流入滤液桶，盐析增稠。滤液泵由滤液泵送至盐析结晶器，增稠剂和外冷却器换

34、向释放的母液。反向进纸工艺具有以下优点：a、提高产品产量。由于逆料的盐晶浆返回冷结晶器的结晶浆层，利用半母液对盐的不饱和特性，使盐晶浆中的固体盐进一步洗涤溶解。结晶器可加入更多的盐，比组合料多沉淀2-3tt氯化铵，产量提高7%左右。由于盐的加入较多，母液中Na+浓度提高了2-4tt，为制碱工艺创造了有利条件。b、加盐操作适应性强，很容易在短时间内控制盐析结晶器加盐量的波动，对产品质量的影响远小于混合过程。因此，加盐操作易于控制，可以降低氯化铵盐的高含量。 （次品），粉盐粒度的波动对生产影响不大。c、延长冷析结晶器的运行周期。由于最终的晶浆从冷析结晶器中取出，晶浆量增加，所以冷析结晶器的固液比很

35、容易保持在30%左右，有利于过饱和度。外冷却器的消失减少了外冷却器管、出口管和母液收集罐的结疤，延长了冷析结晶器的运行周期。d。它被设计成在满液位用液氨直接冷却。冷析结晶器清液经轴流泵经循环管进入外冷却器下部，由上部溢流口流入混合箱，由中心管进入冷析结晶器底部，分散和上升。 ，结晶在上升中生长。来自制冰机系统液氨储罐的液氨经节流阀节流膨胀后进入外冷却管，与外冷却管内的循环母液进行热交换，降低母液温度。白酒并保持过饱和。 ，液氨吸收母液的热量，蒸发成气态氨，通过外冷却器出口压力调节阀进入液氨分离器。罐体循环使用，分离出来的液氨流回外冷却管。外冷器运行初期和末期温差的控制是调节液氨的蒸发压力。压力

36、通过外冷器气氨出口自动调节系统控制阀门开度来实现。液氨进口节流阀自动调节系统控制阀的开度，使液氨保持在外冷却器的满液位，增加液氨与母液的接触面积，从而增加外部冷却器的工作能力。结晶工段新增设备清单如下：序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1盐析结晶器10000100001V=542m 32冷沉淀结晶器10000100001V=542m 33外置冷却器200060002F=840m 24全级分隔符1500470025氨分离器120039832V=3.25m 36工信部枪管90006001V=440m 37MII泵28人工智能泵29母液换热器2F=350m 210石墨水热交换器1F=500m11

37、离心机600212增稠剂6.1吨213制冰机JZKA31.52Q=2520KW14蒸发式冷凝器CXV-4813标准排热2080KW15蒸发式冷凝器ZFL-20001标准排热2111KW16盐析轴流泵ZLH4500-2217冷沉淀轴流泵ZLH6500-1118斗式提升机TH400219斗式提升机TH500220皮带输送机DN65024.1.3工艺流程：3来自重碱工艺的经输送机送入煅烧炉，经加碱铰刀进入炉头抛料机。在炉内混合段，重烧碱和回烧碱混合均匀后进入煅烧炉。重烧碱在炉内加热分解干燥，在向炉尾旋转运动中完成以下反应。 2NaHCO 3 Na 2 CO 3 +CO 2 +H 2 ONH 4 HC

38、O 3 NH 3 +CO 2 +H 2 O重碱分解后产生的纯碱约为155-185。工厂。做计量包装。2 、分解炉内反应产生的NH 3和H 2 O气体从炉头排气管排出，通过炉气分离器将夹带的碱粉分离出来，然后进入洗涤塔。炉气洗涤后进入冷凝塔上部，NH 3和H 2 O在冷凝塔内冷凝回收氨气，然后炉气通过炉气洗涤塔洗涤其中剩余的氨气，经压缩机抽出，压缩后送炭化。后制碱原料气。为重碱的分解和干燥反应提供热量的中压蒸汽通过煅烧炉的进气头分配到炉内的加热管中。减压闪蒸成低压蒸汽，进入厂内低压蒸汽管网，蒸汽冷凝水返回锅炉。煅烧工段新设备清单如下：序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1内碱蒸蒸汽煅烧炉280

39、0270002F=2600m 2生产能力 450t/d2炉气冷凝塔1600126081750m 23炉气洗涤器20001145814CO 2压缩机5L-40/4.225CO 2压缩机LW-60/4.216冷却碱机27刮板机RMSJ4024.1.4呼吸和吹气工艺流程及设备(1) 生气：燃气发生器以无烟煤为原料，以空气和蒸汽为气化剂，在高温条件下交替通入炉膛与焦炭层发生气化反应，生成半水煤气。空气的产生分为五个阶段：吹气、吹气、吹气、吹气两次和吹净。在鼓风阶段，燃气发生器通过鼓风机鼓风，使炉内煤燃烧，提高炉膛温度，产生鼓风，由旋风除尘器除去，进入余热回收系统。上吹、下吹、二吹工艺为产气工艺。水蒸气

40、与热碳层反应生成 CO 和 H2。在产气过程中，蒸汽分布从不同方向加入到燃气发生器中，吹扫阶段为气体回收阶段，再次引入空气以回收炉层上部空间的气体，并确保下一个操作周期吹瓶过程的安全运行。产气产生的半水煤气经余热锅炉回收热量后，经气体洗涤塔冷却后进入煤气柜。流程图如下(2) 吹气回收氨合成的吹扫气和放出的空气通过减压阀送入燃烧炉点火加热，然后与气体发生器产生的吹扫空气和鼓风机送来的空气（来自空气预热器），送入燃烧炉。入炉内燃烧。燃烧炉排出的高温烟气依次经空气预热器、过热器、余热锅炉、软水加热器回收，最后由引风机送至烟囱排空。（3）设备改造与淘汰：4台2600mm气体发生器改造为2650/280

41、0锥形夹套气体发生器，增加2台2650/2800锥形高压夹套气体发生器，取消了吹气回收装置。余热锅炉一台，45001414500燃烧炉一台，引风机一台，鼓风机一台。有旋风除尘器、综合除尘器、洗涤塔、下行除尘器、蒸汽缓冲罐等设备约15台。 .为回收鼓风热量，在鼓风装置改造中淘汰老设备，新建一套20t/h 3.82MPa余热锅炉，30万吨/年纯碱工厂将用于蒸汽。其工艺流程为：产气吹入温度约350-400、压力约0.012MPa的空气，等压回收H 2和NH 3的尾气，甲醇合成储罐气经气体缓冲罐和预热。后者空气混入燃烧炉燃烧，废锅炉产生3.82MPa饱和蒸汽供纯碱煅烧工段使用，然后返回低压蒸汽管网。燃

42、气再通过软水器和空气预热器进入引风机，排放到主烟囱排放到大气中。新装备清单如下：序列号设备名称规格数量主要技术参数1煤气炉2650/2800680022气旋22001200063下游除尘器1620245064热管余热锅炉24001210025一体式洗涤器40001500026蒸汽缓冲罐2800600027夹套蒸汽桶1200320068水封600250069集成除尘器25004500210软水热锅炉汽包12003209212鼓风机D7002带蒸汽轮机13储气罐25004000114余热锅炉Q56/840-20-3.82/3501T=340，P=3.82MPa15刻录机6

43、50021500116软水加热器T输入= 340C，T输出= 170C1V=74000NM 3 /h17第一空气预热器T in = 170，T out = 1351V=74000NM 3 /h18第二空气预热器T in = 840，T out = 7871V=74000NM 3 /h19引风机Y4-73N O 14D1Q=150000m 3 /h20二次风扇9-26否11.2D1Q=32000m 3 /h二十一烟1.5 一次脱硫工艺流程如下：从气柜出来的半水煤气先进入气体洗涤器，经冷却除尘后，由气水分离器分离，再进入进口静电除焦器，除去其中的杂质。焦油雾滴，经罗茨风机

44、增压至0.03-0.05MPa。 ，送入冷却塔，进一步除尘降温，进入紊流塔，再进入脱硫塔。在脱硫塔内，气体与从塔顶喷出的脱硫液反向接触，脱硫液吸收半水煤气中的硫化氢气体。脱硫后半水煤气中的硫化氢含量降至70mg/ m3以下。脱硫后的半水煤气通过洗涤器除尘，然后进入静电除焦器进一步除尘，除去焦油后送至压缩段。吸收硫化氢后的碱液从脱硫塔底部流入反应罐，溢流进入再生罐，溶液通过鼓泡再生，析出的硫磺泡沫浮出再生罐顶部溢出到泡沫箱。硫磺再由硫磺泡沫泵送入硫磺熔炉回收硫磺。硫作为商品出售，碱液返回脱硫系统。流程图如下由于半水煤气中含有粉尘和焦油，需要设置除尘除焦装置。该装置采用湿式静电除焦装置，即在脱硫装

45、置前后安装静电除焦装置。2007年之前，公司脱硫装置包括2800mm脱硫塔、1600mm预脱硫塔、罗茨鼓风机、静电除焦器等一套系统。由于设备运行30多年，设备老化，设备规模小，能耗高。没有达到要求。稷山分公司于 2008 年安装了新的脱硫装置。4.1.6 变换和变换气体(1) 改造工艺流程来自压缩机二级主管的半水煤气（压力0.78MPa，温度35）先通过焦炭过滤器去除油水，然后进入饱和塔，与热水在塔内以逆流方式自上而下循环。出饱和塔温度103，汽气比0.193。气体进入分离预换热器的高效分离段，经高效去除气体中的雾滴后，加入1.2MPa、250左右的过热蒸汽，使混合物温度达到129 , 汽-气

46、比为 0.27。气体依次进入预换热器和换热管与来自第二级变换炉的变换气进行热交换，温度达到220左右进入预变换炉。在炉内保护剂和抗毒剂的作用下除去气体中的O 2 等有害物质后，温度达到260左右，加入温水冷却至180后进入转化炉。变换炉第一段Co-Mo催化剂床反应后，CO含量降至10-11%，升温至345，喷除盐水降温至190，汽-气比为 0.42。 （以初始干燥的半水煤气为基准）进入变换炉二段反应，CO下降至3-4%，温度达到260-270。 ，温度降至190，进入第三阶段转化炉。变换炉三段反应后，CO降至1.0-1.8%，温度达到210左右。变换气与热水器管之间的循环热水进行热交换后，温度

47、降至124，进入热水塔进一步回收。加热，热水塔出口的转化气冷却至35，水在水分离器中分离，送至后续工序。变换炉加热和催化硫化：加热阶段：变换气经电炉加热后进入气体净化器，变换炉放空，催化剂层温度在100-200之间。硫化初期：由于硫化剂在200发生氢解反应放出H 2 S，当电加热器出口温度大于等于220时，加入CS 2 。系统。炉内H 2 S含量10-15g/Nm 3 ，空速200-250m 3 /h，催化剂层温度200-350，约10小时，H 2 S含量出口处3g/Nm 3 ，床层为贯穿端。主硫化期分为两个阶段a、提高催化剂床层温度至350-400，变换炉入口气体H 2 S含量为10-20g

48、/Nm 3 ，时间约6h，空速可达200 m 3 /h .b、催化剂床层温度400-500，变换炉入口气体H 2 S含量10-20g/Nm 3 ，时间约5h，进出口气体H 2 S含量接近或出口H 2 S10g/Nm3可视为硫化结束。 冷却更换阶段2硫化罐的进出口阀门，使半水煤气中含有一定量的硫磺（10g/Nm 3 ），将催化剂温度降至200，然后停止加硫，当空气中H 2 S浓度1g/Nm 3时，即可转为正常生产。主要改造流程示意图如下(2)变换气脱硫工艺流程来自压力约0.7MPa的变换段变换气经水冷却器冷却，水分离后从底部进入变换脱硫塔，与填料中自上而下的脱硫碱液接触层。变换气中H 2 S进塔

49、时为150-250 mg/Nm 3脱除至变换气出塔时H 2 S含量50 mg/Nm 3 （脱硫效率约为75-80 %)，然后净化塔经除尘冷却、分离后送压缩涡轮增压至碳化。吸收H 2 S后的脱硫碱液从塔上部流到塔底，通过闪蒸罐闪蒸至0.4-0.5MPa，进入喷射器抽吸空气实现碱液再生反应，碱液由下液管流向再生罐缓慢上升，硫磺泡沫逐渐上升。同时，脱硫液由浑浊转清，溢流至贫液罐，向贫液罐中加入碱和药剂，再由脱硫泵加压后泵入脱硫塔内的液体中。 .在此循环中使用分配器。漂浮的硫磺泡沫溢流至硫磺泡沫罐，通过硫磺泡沫泵送入硫磺熔釜。硫磺泡沫液在熔硫釜内用蒸汽加热到135-150，硫磺从熔硫釜底部排出，清液返

50、回系统。流程图如下 4.1.7脱硫该工艺蒸汽消耗低，减少了部分设备的腐蚀，同时减少了占地面积。低温移是指全低变化过程或中-低-低温过程。是近年来在原有中弦低转换工艺基础上发展起来的一种转换技术。全低变工艺作为一种新型节能工艺，在同等设备条件下具有能耗低、反应温度低、设备产能大等特点。但由于氧化、抗硫化和硫酸根、氯根等污染问题，工艺上段的催化剂会导致催化剂活性迅速下降，使用寿命相对较短。保护剂和抗毒剂，并在变换炉上部、二段上部和三段上部安装了少量的抗毒催化剂，克服了变换炉的一些缺点。低压转换。CO转化系统按热利用方式可分为热交换工艺和饱和热水塔工艺。换热过程节省一次性投资，蒸汽消耗量较高，运行相

51、对稳定。饱和热水塔工艺可有效回收反应热。半水煤气与热水在饱和塔内逆流接触传质传热，提高了粗煤气的温度和湿度，减少了外供蒸汽，降低了能耗。因此，操作成本低。本次扩建改造工程仍采用饱和热水塔工艺，运行压力低至0.8MPa。新增改造主要设备清单如下：序列号设备名称规格数量主要技术参数评论1转化炉38002000012前置变压器320013饱和热水塔3000300001不锈钢规整填料4预热柱160060001F=180m 25气水分离器2200450016热交换器160087641F=650m 27电子加热器150045301功率800KW8回火热水器160051001F=220m 29热水器1600

52、76001F=450m 210焦炭过滤器320060001处理风量 45000m/h11热水泵80R-3312Q=3265m 3 /h12变异塔2600190001塑料填料13清洗塔200013000114变量泵3N=150KW Q=120m 3 /h H=150M15清洗泵2N=110KW Q=180 m 3 /h高度=135m16水分离封1500335414.1.8(1) 脱硫工段的半水煤气经总入口分离器第一级分离后，进入氢氮压缩机第一级增压。加压气体经水冷却器冷却，经油水分离器进行油水分离，然后进入压缩机第二级加压至0.78MPa左右。加压气体送至转化段，然后进

53、入二次脱硫（转化脱硫）。从脱出柱返回的变换气，经三级入口总分离器分离出水后，进入压缩机第三级增压至1.4-1.6Mpa，经冷却器冷却后与分离器分离。油水经油分离器送至炭化工段。炭化产生的炭化气经精细脱除进入压缩机的四级和五级，五级油水分离器出来的炭化气（或脱碳气）为13MPa，然后油水进一步通过油水分离器分离。第五级出口全油分离器。进入酒精和烃类化学部分。来自醇烃化工段的净化气体进入压缩机第六段继续加压。气体加压至31.4MPa后冷却，与油水分离。最后，油水在第六段出口经全油分离器进一步分离后，作为新鲜气体使用。致到合成部分。（二）设备改造：原有的L3.3压缩机存在能耗高、维修费用高、噪音大、

54、占地面积大等缺点。考虑到节能降耗等综合因素，在压缩段省去压缩机L3，采用大型压缩机更为合理。 17 台 3-17/320 压缩机。选择 5 台压缩机 6M32-185/320，4 台打开，1 台备用。单机合成氨能力2.5万吨，可满足10万吨/年合成氨的生产需求。4.1.9工艺流程及设备精脱碳的脱碳气体经过分离器后进入压缩机的四级和五级，压力升至13.0Mpa。 180进入醇化塔，由塔内换热器加热至210230。醇化反应结束后，气体温度升至250左右，经醇化塔内的换热器离开醇化塔，再进入醇化预热器（管内）与塔外的原料气进行热交换。管冷却，然后进入醇化水冷却器，进一步冷却至40，进入醇分离器分离甲

55、醇，然后送入烷基化系统。此时，醇气中的醇化体系后的气体（CO+CO 2 ）减少到3%。从醇化系统送出的醇后醇气进入烃化油分离器，进行油水分离，然后进入烃化预热器（管间），再由下管进入下层换热器（管间）。烷基化塔下部升温至190，再通过蒸汽加热器，用过热蒸汽加热至220，进入塔内，进入烷基化催化剂层进行烷基化反应，温度为烃化催化剂床层温度为230245，通过下部换热器（管内）与烃后烃气进行换热降温，此时（CO+CO 2 ）从0.3 %醇后气至12ppm以下烃气经烷基化预热器（管内）冷却后，先将醇烃分离，然后进入烷基化水冷却器和烷基化氨水冷却器r 冷却至10左右，然后进入分离器，将水和液体分离出来

56、后，烃类、醇类等被送入压缩机的第六级，然后再送入氨合成系统。新的主要装备清单如下：序列号设备名称规格数量主要技术参数1醇化塔外筒DN100012醇化塔内件DN100013酒精预热器DN80014酒精分离器DN80025油分离器DN800826循环器2Q=6m 3 /min7甲醇中间罐18醇化水冷却器19氨水洗涤塔DN800110水分离器DN800111烃化塔DN10001V= 7.9m312烃类预热器DN8001F=440m 213烃分离器DN800114油分离器DN800115氨烃冷却器1F=80m 216卧式冷水机1F=350m 217蒸汽加热器1F=70m 24.1.10合成部分从压缩段

57、送出温度为 30-45C 的新鲜补充气。在氨分离器前与系统的循环气体结合，自上而下进入氨冷却器的高压盘管，与氨冷却器中的液氨进行热交换。气体中的油性杂质与液氨分离（分离后的液氨通过操作面板放入储罐中使用），分离出液氨的循环气上升至上部壳程换热器，被管内气体加热，离开冷交换后进入循环机增压。加压气体经油与油分离后，一条从塔顶经主阀进入合成塔，另一条从塔底经副阀直接进入中心管。从塔顶进入的气体通过塔底阀门沿塔壁与内筒之间的环形间隙自上而下进入换热（另一部分气体不进入热换热，分别通过第一冷却辅助阀和第二冷却辅助阀，直接进入第一、二段催化剂层），与后锅炉气体进行热交换，升温后进入合成塔底部达到120（

58、另一部分不通过合成塔底部，而是分别通过第一热分阀和第二热分阀，直接进入第一、二段催化剂层后）卷板换热器，通过中心管进入催化剂层，在中上部合成氨。安装锅炉，被冷却的燃气温度下降到100-130，然后进入换热器与冷空气进行热交换，然后进入水冷却器。 ，分离液氨后进入下一个循环。4.1.11自动控制技术方案采用分布式控制系统（简称DCS），进行本地检测，集中在主控室。通过下位机的过程控制I/O接口，采集主要工艺参数的模拟量和开关量，在柜内进行初步计算和数据处理，然后传送到上位机统一处理通过数据通信总线处理。在DCS的硬件配置中，控制系统、信号联锁和急停系统中使用的I/O卡、CPU、通讯网络和电源卡等

59、应考虑足够的冗余，以保证生产装置的正常运行。安全可靠。4.1.12(1) 仪器电源设备控制系统（DCS）和主要现场仪表的电源为220V交流电源和UPS。通常由交流电源供电。交流电源发生故障时，由UPS供电，每个控制室UPS连续供电时间不少于30分钟。(2)仪表气源仪表用压缩空气由空压站提供，仪表空气不含腐蚀性和有毒气体。工作压力：0.40.7MPa，供给：18Nm 3 /min，露点：-40。4.2 项目实施后能源消耗的种类和数量经过三氨尾气综合利用、压缩机更新、电压升级、淘汰部分高耗能产气设备、电气设备更新集成、全系统能源结构优化等方面，年产10万吨纯碱，10万吨纯碱氯化铵。按当量计算：年消

60、耗原煤33123.33吨，折合标准煤29811吨，用电量2800万千瓦时，折合标准煤1131.2吨。根据纯碱氯化铵工艺计算要求，装置总能耗为：折合41123吨标准煤/年，单位产品能耗411.229公斤标准煤/双吨产品。消耗与能耗对照表序列号项目单元设计价值国内先进水平国内总厂评论1盐吨1.161.151.22氨吨0.3550.3420.3753二氧化碳2牛米34704604704电千瓦时2801942805蒸汽吨1.351.352.07设备能耗表（每双吨）序列号项目单元消费指标换算系数换算能耗换算成标准煤 kg评论1电千瓦时2800.404113.122循环水M3_ _1500.14321.4