年产18万吨合成氨尿素项目改造建设可行性论证报告

PAGEPAGE871总论1.1概述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”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1.1.3.1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、150万吨硫酸等生产装置，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”和“国家免检产品”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（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，负1000米以浅总储量为34.8亿吨，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(200000m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。（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。附：主要技术经济指标表

序号项目名称单位数量备注一生产规模1总氨万t/a202甲醇万t/a2.03尿素万t/a30二产品方案1尿素万t/a302甲醇万t/a2.0三年操作日天300四主要原材料、燃料用量1原料煤万t/a30五公用工程消耗量1供水（新鲜水）(1)最大用水量M3/h800(2)平均用水量M3/h7602供电(1)设备容量KW75262(2)用电负荷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/h50.91六三废排放(一)合成氨装置(1)废气Nm3/h149760(2)废水M3/h3430处理后循环使用（3）废渣t/h9.68(二)尿素装置(1)废气Nm3/h2.9X105(2)废水M3/h19序号项目名称单位数量备注七运输量1运入量t/a7580302运出量t/a1411010八新增定员人400九厂区占地面积m2600000十建筑物占地面积m2158160十一工程项目总投资万元687901固定资产投资万元66857(1)建设投资万元64411(2)固定资产投资方向调节税万元0(3)建设期利息万元24462流动资金万元6443其中铺底流动资金万元1933十二报批项目总投资万元68790十三年销售收入万元58606十四年均利润总额万元16949十五所得税万元5593十六税后利润万元11356十七财务评价指标1投资利润率%23.122投资利税率%28.323资本金净利润率%54.914全投资投资回收期年4.32所得税前年5.25所得税后5全投资内部收益率%28.07所得税前%21.12所得税后6自有资金内部收益率%30.567盈亏平衡点%45.588人民币全部贷款偿还期年5.06（含建设期1.5年）

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：年份东欧FOB散装美元/吨中东FOB散装美元/吨国内出厂价元/吨1995175-208170-2201500-20001996165-200180-2101150170135-1751200-1400199880-9580-1041100-1300199962-7070-85900-1100200070-13075-104900-1200200175-11595-115900-1200200285-120105-1251000155140-1601250-1400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1500~1800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。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2500~2600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。1998~1999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1800~2000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1800~2000元/吨。2003年3月甲醇价格受国际局势的影响，上升到2200~2400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，由1300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，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。

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/年甲醇：2.0万吨/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“GB2440-2001”序号指标名称规格要求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≥463缩二尿(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液氨应符合国家标准GB536-88指标名称指标优等品一等品二等品氨含量%≥99.999.899.6残留物含量≤0.1(重量法)0.20.4油含量mg/kg≤5（重量法）--水分≤0.1--铁含量mg/kg≤1--甲醇产品应符合国家标准工业甲醇GB338-92序号项目指标优等品一等品合格品1色度(铂-钴),号≤5102密度(20℃),g/0.791～0.7920.791～0.7933温度范围（0℃，101325Pa64.0~65.54沸程(包括64.6±0.1℃),℃0.81.01.5高锰酸钾试验,min≥503020水溶性试验澄清-水分含量,%≤0.100.15-酸(以HCOOH计),%≤0.00150.00300.0050碱(以NH3计),%≤0.00020.00080.0015羰基化合物(以HCOH计)含量,%≤0.0020.0050.010蒸发残渣含量,%≤0.0010.0030.005

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、焦；液体原料液态烃、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1300～1400℃，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1400～1500℃，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，有2台40000Nm3的炉子，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。另外内外水要干燥到·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：Φ3600、Φ3000、Φ2800、Φ2600等等，相比较来说，从投资方面Φ3000以上的造气炉是Φ2600系列的煤气发生炉的2倍以上，但制气能力只有Φ2600系列的1.5倍以下，经济上是不合理的。而Φ2600系列（包括Φ2610及Φ2650和Φ2600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、效率高等优点。公司现有20台Φ3000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1161900Nm3/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（φ2800煤气发生炉），则由脱硫除尘后的半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℃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: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。项目改良热钾减法碳酸丙烯酯法NHD法改良MDEA法PSA（变压吸附）操作指标吸收压力Mpa2.72.72.72.72.7吸收温度℃70380~-55535~40原料气中CO2V%26~2826~2834~3626~2826~28净化气中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消耗定额蒸汽t/tNH31.80.11.2电Kwh/NH3501061257068水t/tNH31966015748氮氢损失NM3/1000Nm3CO21214102212冷冻量*106kJ0.352化学原料kg/tNH30.40.50.250.200.2投资对比1.4811.321.131.4综合能耗KJ/tNH3*1065.841.3751.484.891.0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，CO转化率高、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<0.1mg/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。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50～200PPm，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TopsΦe公司的TopsΦe-200、TopsΦe-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20.0~26.0MPa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φ1600三轴一径催化剂自卸结构，净空高18m，催化剂装填量~27m3。GC-R301Y型φ1600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φ1600三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）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℃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：方法项目变压吸附深冷分离膜分离产品纯度%98~99.9990~9980~95产品氢回收率%70~8590~9665~85操作压力MPa0.8~2.82.5~1.0P入/P出=2.5~10P入-进口压力P出-渗透压力投资年回收率~1.4~2.8~1占地较小较小最小操作费用较低较高较低消耗少量蒸汽操作可靠性可靠可靠可靠 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，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℃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：吹风阶段：来自鼓风机的加压空气，送入造气炉的底部，与燃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。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H2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（2）净化系统从提纯段来的压力为1.95Mpa，温度小于45℃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≤2mg/Nm3；精脱硫后H2S含量≤0.05mg/Nm3；4.2.1.8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～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℃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、CO24.2.1.10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。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0.35×106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℃在精馏塔底部，当混合液温度达到110℃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尿素工艺流程叙述原料的压缩和净化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℃（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（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，使得汽提管中由上向下流动的液膜温度从180℃～183℃下降至165～170℃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%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℃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℃（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。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℃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NH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℃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%（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