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企業性質：有限責任公司1.1.1.3企業法定代表人：趙思儉1.1.2項目建議書編制的依據和原則1.1.2.1編制依據（1）菏澤開發區管委會與山東省化工規劃設計院簽訂的設計合同。（2）菏澤開發區管委會提供的設計基礎資料。（3）“化工建設項目可行性研究報告內容和深度的規定”（修訂本）。1.1.2.2編制原則

（1）項目技術和設備立足國內，技術先進、可行。選取技術方案力求做到技術先進、可靠、經濟合理、切合實際，并在節能降耗、提高產品質量、降低生產成本、節約投資上下功夫。

（2）充分利用已有裝置、公用工程、輔助工程、廠內空閑地及生產管理設施，以節約投資，加快建設速度。

（3）主體工程與環境保護，勞動安全與工業衛生同時考慮，資源循環利用，減少“三廢”排放，環保以新代老，確保達標排放，排放總量符合當地環保要求。（4）優化設計方案，提高企業經濟效益和社會效益。（5）設計中遵守國家法令、法規及有關標準、規范。1.1.3項目提出的背景、投資必要性和經濟意義1.1.3.1企業概況湖北洋豐集團是一家以生產高濃度復合肥為主要產品的大型磷化工企業，擁有湖北洋豐股份有限公司、湖北新洋豐肥業有限公司、湖北澳特爾化工有限公司等核心層企業，總部坐落在素有“中國磷都”之稱的湖北省荊門市，并在宜昌、山東菏澤設有現代化生產基地，現有資產總額20億元，具有年產高濃度復合肥300萬噸的生產能力，其中硫酸鉀復合肥90萬噸、尿基復合肥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、150萬噸硫酸等生產裝置，是全國磷復肥行業前三強，湖北省最大的高濃度復合肥生產基地，NPK復合肥和磷酸一氨產銷量全國第一。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”、“中國化肥50強”、“中國化工100強”、“湖北名牌產品”和“國家免檢產品”等榮譽稱號。公司質量管理體系健全、檢測手段完備，首批通過ISO9001質量管理體系認證。湖北洋豐股份有限公司為更好地服務三農，積極實施銷售市場終端戰略,于2004年12月在我國著名的“牡丹之鄉”-——山東省菏澤市成立菏澤分公司，實行就地生產就地銷售。分公司現有資產總額1.2億元，占地面積210余畝，員工1000余人，年生產高濃度復合肥70萬噸。公司生產的產品品種齊全，質量優良，適合不同地區、不同季節、不同作物的需求。尤其是三期工程采用目前世界復合肥行業最先進的高塔熔體造粒技術，年生產能力達40萬噸，于2006年1月動工，當年9月投車生產，建設速度創國內同類裝置新記錄。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出的“洋豐”牌復合肥顆粒均勻剔透，色澤光亮，并在中間露有清晰可見的針孔，產品不易假冒，質量有保證。公司技術先進，設備一流，管理科學，效益顯著，2006年將實現銷售收入4億元，獲綜合效益3000萬元，提供就業崗位1000余個，有力地促進了菏澤的經濟發展和農村的經濟繁榮。菏澤分公司將始終遵循中央“服務農業、繁榮農村、富裕農民”的政策，堅持“凝聚人心、務實創新、恪守誠信、強企富民”的企業理念，積極進取，開拓創新，把企業做大做強，為洋豐股份有限公司爭當中國磷復肥行業霸主而努力奮斗。1.1.3.2項目提出的背景、投資必要性和經濟意義菏澤是全國著名的農產品商品生產基地。2003年實現農業增加值115億元。年產小麥、玉米等糧食270萬噸，棉花24萬噸，油料56萬噸，瓜果四季豐盛，年產蔬菜947萬噸，中藥材資源達402個品種，年產1.5萬多噸。在新亞歐大陸橋經過的28個地級市和京九鐵路沿線22個地級市中糧食、棉花、油料、水果產量均居前三位。林業資源豐富，是全國首批四個平原綠化達標地區之一，全國平原綠化先進地區。是國家批準的林產品交易中心，每年舉辦一次全國林產品交易會。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，出口創匯5000萬美元。200萬畝速生豐產林基地和50萬畝南竹北移基地正在建設。菏澤是全國農區最大的經濟林基地，果樹面積達到130多萬畝，年產果品58萬噸。菏澤牡丹獨具特色，現有種植面積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。發展化肥行業，支持農業發展，符合國家產業政策，為我國政府鼓勵發展項目。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，造成國內尿素價格居高不下，農民負擔加重。擴大尿素生產規模，緩解尿素供應緊張局面，對企業及當地農業的發展有著積極作用。受國際原油、天然氣價格的影響，以煤為原料的化肥行業越來越顯現出原料優勢。根據“國發（1996）36號”文件關于加強資源綜合利用節能降耗的精神，并結合荷澤地區的資源狀況及該企業的發展規劃，充分利用當地的煤資源優勢。該工程產品熔融尿素作為復合肥的原料，并將該工程合成氨裝置產生的造氣爐渣和煤灰作為熱電廠的鍋爐燃料，實現爐渣和煤灰變廢為寶。按照循環經濟發展的原則，進一步提高資源的利用率，并對生產過程中的廢棄物進行綜合、再生利用。該工程內部原料、產品基本上為鏈式產品體系，減少了物流環節，降低了物流費用，與同行業相比具有較強的資源優勢、價格優勢。本工程建成后，不僅充分利用合成氨生產的造氣爐渣和煤灰，變廢為寶，所有工藝生產熱負荷均實現集中供熱、熱電聯產，可節約能源，給企業帶來好的經濟效益和社會效益。湖北洋豐股份有限公司經過多年的運行和改造，積累了豐富的化工生產運行經驗，培養了大量的技術、管理人才，為合成氨、尿素節能技術改造項目奠定了堅實的基礎。1.1.3.3項目建設的有利條件（1）資源優勢：山東省煤田地質局勘探二隊和物探測量隊經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（1473）號文件批復巨野礦區總體發展規劃，該煤田可采煤層6層，平均總厚度8.62米，負1000米以淺總儲量為34.8億噸，且煤種齊全，煤質優良，主要為低灰、特低硫、高揮發份、富油煤，是發展煤化工的上等原料。在現有基礎上建設本項目的最大背景優勢就在于資源優勢，把項目所在區域的明顯資源優勢轉變為良好的經濟優勢，是本項目的主要依據。（2）經營優勢：湖北洋豐股份有限公司從技術、管理等方面繼承了國有企業嚴謹、規范的良好傳統，而從觀念、經營方式等方面又吸取現代企業的科學手段。（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。菏澤市境內各類公路通車里程5645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區煤化工業園，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，并有一定的發展余地；地形條件良好，整平量小；就地取用地下水作為供水水源，水質好，水量有保證，輸距離較短，管線敷設方便；排水距離較近。交通運輸條件得天獨厚，當地公路、鐵路運輸均很發達。原材料供應有保證。因此，該場地是較為理想的項目建設地。（5）湖北洋豐股份有限公司在發展中自我壯大，建立了現代企業制度，領導班子團結、清正、廉潔、求新、務實，并具備創業精神和開拓能力。滾動發展的過程中培養了一支素質高能力強的員工隊伍和一批事業心強、專業水平高的技術隊伍。強有力的領導班子及技術隊伍為該項目的建設奠定了基石。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、尿素裝置及相應的公用工程及輔助工程、“三廢”治理、概算、經濟分析等。1.2研究結論（1）該項目符合國家產業發展政策，符合行業發展規劃，項目投產后可增加企業的競爭能力。（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、國內有知識產權的可靠技術生產合成氨、甲醇、尿素，產品基本上為鏈式產品體系，減少了物流環節，降低了物流費用，達到規模效益，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產業的發展。（3）本項目生產過程中產生的廢氣、廢水、廢渣等在設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規定和標準，不會增加對環境的污染。（4）該廠交通方便，水、電供應有保證。（5）該項目經濟效益是好的，社會效益也較好，不會造成對環境的污染，項目可行。附：主要技術經濟指標表

序號項目名稱單位數量備注一生產規模1總氨萬t/a202甲醇萬t/a2.03尿素萬t/a30二產品方案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)設備容量KW75262(2)用電負荷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固定資產投資萬元66857(1)建設投資萬元64411(2)固定資產投資方向調節稅萬元0(3)建設期利息萬元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11356十七財務評價指標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全投資內部收益率%28.07所得稅前%21.12所得稅后6自有資金內部收益率%30.567盈虧平衡點%45.588人民幣全部貸款償還期年5.06（含建設期1.5年）

市場預測2.1該工程產品熔融尿素作為復合肥的原料。2.2產品價格的分析2.2.1尿素產品價格的分析長期以來，我國尿素的生產、銷售和價格一直受到國家計劃管理、控制。二十世紀七十年代建設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部門確定，小化肥廠生產的尿素一般隨行就市。國內尿素的價格自1997年以來基本趨勢是下降，主要有兩方面的因素，一是國產尿素產量上升很快，市場貨源充足，農民和農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，國內尿素市場環境逐步好轉，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定，國際尿素散裝FOB價格應在120-150美元/噸之間波動。國內在促進農業產業結構的調整后，化肥用量會逐年增加，相應尿素消費也將增加，能源價格上漲趨勢增加，預計今后國內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甲醇產品價格的分析近年來國內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能力供過于求，但當國外某些大型裝置產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年隨著亞洲經濟危機的結束，世界及亞洲地區的經濟形勢明顯好轉，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年國內甲醇市場一直沒有好轉，到1997年國際市場甲醇價格上漲，進口減少，國內甲醇價格一度反彈到2500~2600元/噸，但下半年甲醇下游產品需求不旺，價格重新回落到2200元/噸左右。1998~1999年國內甲醇市場持續低迷，價格一度跌到1050元/噸左右。1999年二季度以后，國內一些中小甲醇裝置停產或減產，使得甲醇產量相對減少，而且國家出臺了擴大內需，促進國民經濟發展的一系列措施，刺激了國內生產的發展，使甲醇下游產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，大大跌破許多企業的生產成本價，因此國內一些中小甲醇廠被迫停產或減產。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動，國內甲醇價格有所回升。其中華東地區的甲醇價格以接近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年下半年到現在，甲醇價格不斷上漲，國際原因主要與伊拉克戰爭原油價格的上漲和國際幾家大型甲醇工廠的停產檢修有關，國內原因自2002年下半年我國經濟持續高速增長，與甲醇有關的各類化學品需求旺盛，特別是汽油價格上漲后，汽油中添加甲醇的數量增加，甲醇供不應求，價格暴漲。綜合考慮甲醇市場近年來的波動情況以及國內、外市場供應、需求情況，本項目可研報告中，甲醇產品售價（含稅價）確定為3100元/噸較為合理可靠。

3產品方案及生產規模3.1產品方案產品：2.0萬噸/年甲醇30萬噸/年尿素3.2生產規模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：300天3.3產品、中間產品的質量指標農用尿素產品應符合國家標準“GB2440-2001”序號指標名稱規格要求優級品一級品合格品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液氨應符合國家標準GB536-88指標名稱指標優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--甲醇產品應符合國家標準工業甲醇GB338-92序號項目指標優等品一等品合格品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蒸發殘渣含量,%≤0.0010.0030.005

4工藝技術方案4.1工藝技術方案的選擇4.1.1原料路線確定的原則和依據制取合成氨的原料有固體原料煤、焦；液體原料液態烴、石腦油、重油等；氣體原料天然氣、油田氣、煉廠氣、焦爐氣等，上述原料中以天然氣為最理想。從技術水平上看，以油、煤或天然氣為原料制合成氣的生產工藝都比較成熟，國內外都有工業化裝置在運行。國外主要以天然氣和原油作原料，其中天然氣占到90%左右。根據我國的資源情況，天燃氣供應不足價格上漲快，從長遠戰略觀點來看，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用氣。長慶氣田至銀川天然氣管道復線項目可研報告已由國家發改委批復，設計年輸氣量12.54億立方米，主要是為了我區第三套大化肥項目、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，具體何時開工建設還不確定。寧夏工業用氣目前價格為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，全區已探明儲量308億噸，遠景預測儲量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、高發熱量高化學活性、高強度、高含碳率、高塊煤率等特性，是冶金、化工等行業的優質燃料和原料。無煙煤探明地質儲量2.37億噸。寧東煤田含煤面積3500平方公里，已探明地質儲量273.14億噸，煤種主要為長焰不粘結煤，其低灰、低硫、較高發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勢，但天然氣原料的供應存在不確定因素多，價格也較高。通過經濟效益分析對比，該項目采用以無煙煤為原料制取合成氨更具有優勢和效益，并且公司已取得了紅寺堡18平方公里的探礦權。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。·流化床氣化技術流化床氣化技術主要有德國溫克勒（winkler）流化床粉煤氣化技術。該技術壓力較低，建有生產燃料氣的裝置，目前沒有生產合成氣的裝置。·氣流床氣化技術氣流床氣化技術有美國德士古氣化（Texaco）技術、荷蘭殼牌謝爾（shell）粉煤加壓氣化技術和恩德爐粉煤氣化技術。德士古氣化技術屬于氣流床氣化技術，是美國德士古（Texaco）公司根據油氣化技術的思路開發出來的。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。氣化溫度1300～1400℃，氣化爐無轉動部件，大多采用冷激流程。該技術由于是水煤漿進料，大量水份要進行氣化，因而煤耗和氧耗均較高。但它有以下優點：單臺爐處理煤量大，生產能力高；氣化壓力高，合成氣壓縮功耗省；有效氣（CO+H2）含量高，適于作合成氣；煤的適應性寬。可利用粉煤，原料利用率高；三廢量小，污染環境輕，廢渣可做水泥原料；德士古氣化技術在我國使用最多，魯南化肥廠、上海焦化廠三聯供裝置、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進行改造或擴建。謝爾氣化技術是荷蘭謝爾公司多年開發的一種先進的氣化技術，該技術采用純氧、蒸汽氣化，干粉進料，氣化溫度達1400～1500℃，碳轉化率達99%，有效氣體（CO+H2）達87%以上，液態排渣，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）結構復雜龐大；設備費及專利費均較高，主要設備需在國外制造，建設周期較長。該技術目前只有一套大型裝置運行，用于聯合循環發電，工業化的經驗不多，技術須全面依賴進口，國內技術支撐率低。恩德爐粉煤氣化技術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，運行正常。最關鍵的問題仍然是煤種，其要求煤種為褐煤、長焰煤、弱粘結煤，具體數據為灰熔點1250℃以上；煤活性950℃時大于65％，原則上控制在87％以上；粘結性、F.S.N≤21/2。另外內外水要干燥到·固定床氣化技術固定床氣化技術在我國運用較廣，較為先進的有魯奇（Lurgi）氣化技術及UGI煤氣化技術。魯奇（Lurgi）氣化技術在我國建有3套裝置。該技術雖然能連續加壓氣化，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，凈化流程長；尤其是該技術只能用碎煤，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。此技術用于城市煤氣較好，不宜做合成氣。UGI煤氣化技術雖不先進，但此技術較實用，投資低，建設周期短，操作簡單易管理。經過小氮肥企業幾十年的革新改造，現在的UGI煤氣化技術已不是傳統意義上的固定床氣化技術，如氣化爐的改進，原料煤的消耗降低及吹風氣回收利用等技術革新，因此這么多年來一直受小氮肥企業青睞。合成氨氣化技術的選擇，主要依據于合成氨的生產規模及企業所能利用的制氣原料來決定。由于該項目氨醇生產能力為24萬噸/年，屬于中型規模。為了降低投資，縮短建設周期，使企業盡快獲得效益，因此本方案選用UGI氣化技術。UGI爐常用規格主要有：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系列的煤氣發生爐的2倍以上，但制氣能力只有Φ2600系列的1.5倍以下，經濟上是不合理的。而Φ2600系列（包括Φ2610及Φ2650和Φ2600異型夾套造氣爐）的優勢在于設備投資低、發氣強度高、運行費用低、效率高等優點。公司現有20臺Φ3000造氣爐，根據我院在合成氨設計中多年的經驗，對現有的20臺造氣爐進行改造，并在生產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，可控制并調節氫碳比。（3）采用過熱蒸汽制氣，提高蒸汽分解率，降低蒸汽消耗。（4）采用熱管技術回收上、下行煤氣的熱量、熱回收充分，付產蒸汽量大。（5）設三廢回收裝置回收吹風氣的顯熱及燃燒熱產蒸汽供尿素裝置生產用。（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，為此設兩段除塵，設置除塵塔和靜電除焦油塔，以隨時切換清理。考慮壓縮機進口溫度和壓力直接影響壓縮機打氣量，再在后面加風機增壓，冷卻塔冷卻。半水煤氣硫含量0.4g~1g/Nm3，當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，通常可以選用往復式壓縮機和離心式壓縮機。往復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，運轉平穩無脈沖，維修量少，可用蒸汽透平驅動以提高能量的轉換效率，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能力為4萬噸/年合成氨的電動往復壓縮機。4.1.2.4變換工段（1）國內外工藝技術概況半水煤氣中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，增加氣體中H2含量，以調整氨合成氣的組成。國內在二十世紀九十年代已開發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展。鑒于造氣工段設計方案選用常壓固定層煤氣發生爐間歇制取半水煤氣（φ2800煤氣發生爐），則由脫硫除塵后的半水煤氣經氮氫氣壓縮機加壓至2.1MPa進入變換工段。（2）工藝技術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。目前國內運行的變換工藝流程有傳統的中變串低變流程，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的中變串低變流程。對于本工程的生產工藝而言，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展成的一種新的變換工藝。它采用低溫活性優良的鈷鉬系耐硫變換催化劑，反應一段熱點溫度較中變下降100~200℃隨著低溫變換技術的采用，變換氣中的過量蒸汽已經很少，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，氨和甲醇產量下降，腐蝕設備，所以，無論采用何種原料和生產工藝生產合成氨，對合成原料氣中的總硫含量要求十分嚴格，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，降低生產成本。因此，脫硫的好壞與否，是生產的關鍵問題之一。變換氣硫含量達250mg/Nm3，有機硫含量~10%，國內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。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，即化學吸收法（熱法）、物理吸收法（冷法）、干法（變壓吸附法）。化學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（化學法）:有代表性的是國內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。活化甲基二乙醇胺法（MDEA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吸收之間，屬物理-化學吸收，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，再生時不需要加熱，只要降壓解吸即可，總能耗比化學吸收法為低，但其凈化度也比化學吸收法為低。就目前主要用于生產的碳酸丙烯酯法、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，不需要復雜的預處理系統，自動化程度高，操作方便，運行成本低，不腐蝕設備，對環境沒有污染。其缺點是其中有用氣體損失較多。現將國內有代表性的幾種脫碳工藝技術指標進行比較如下:選擇脫碳方法時，首先必須考慮與合成氨凈化流程相適應，保證達到合成氨用氣的要求，同時又要選擇技術先進、成熟可靠、生產穩定、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。對合成氨聯產甲醇裝置，對二氧化碳凈化度要求不是很高，所以從節能的角度考慮，推薦選用分子篩變壓吸附脫碳工藝。PSA技術在生產尿素脫碳中現已有多套大型裝置在運行，并且該技術有很大改進，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組份，減壓脫附這些雜質而使吸附劑獲得再生。因此，采用多個吸附床，循環地變動所組合的各吸附床壓力，就可以達到連續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，當合成氨變換氣通過吸附劑時，在前的組分優先被吸附，即使吸附劑已經吸附了在后的組分，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，當壓力升高時，吸附劑對其吸附容量增加，當壓力降低時，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轉化率高、副反應少等優點。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脫碳“順帶脫除”。脫碳后殘余的H2S和有機硫經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的凈化目前國內大多數中小氮肥企業仍采用傳統的“銅洗”凈化工藝,由于銅洗工藝存在著運行費用高,運行不穩定,易造成環境污染等缺點,因此,新建合成氨系統已基本不采用。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,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，烴催化劑為一種鐵系催化劑，一氧化碳、二氧化碳與氫反應生成烴類化合物，在常溫下冷凝為液體分離，生成甲烷極少，進入氨合成系統的甲烷大大減少。醇烷化工藝是聯醇工藝和甲烷化凈化工藝有機結合在一起，使變換和脫碳系統出口的CO和CO2等氨合成原料氣中有害成分與氫反應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過程中會產生少量的烴類物，不易處理。經過比較本可研采用以凈化為目的的醇烷化精制工藝。該技術可放寬變換及脫碳系統的操作條件，使變換系統蒸汽耗量大大降低，脫碳系統的有效氣體損失減少。該工藝正常運行時，不開循環機，不帶電加熱器，運行十分穩定。該工藝具有以下優點：（1）凈化系統運行電耗為零：該工藝高壓醇化塔、高壓烷化塔可以實現自熱平衡，無需帶電爐操作；氣體一次性通過裝置，依靠內件設計的合理性來保證對CO、CO2的深度凈化，不需要氣體循環，正常生產時不開循環機。完全實現凈化系統的電耗為零。（2）凈化度高：出醇化系統出口氣體中CO+CO2的含量在200ＰＰm，出高壓烷化系統氣體中CO+CO2的含量僅在0～3ＰＰm。該工藝比國內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）徹底解決環保問題:該凈化工藝是將壓縮機送來的氣體全部轉化為甲醇和氨，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送到吹風氣崗位燒掉轉化為熱能，對環境沒有任何污染；（5）投資省：醇烷化凈化工藝設備放在高壓，設備小、投資少，與全部放在中壓的凈化工藝相比，單系列設備可節省投資300萬元，所需觸媒量可節省投資450萬元。兩項合計節省750萬元左右。（6）操作簡單、運行穩定：醇烷化凈化工藝的高壓部分在正常運行時，僅調節兩只閥。4.1.2.9氨合成目前國際上氨合成向低壓方向發展，由七十年代的14.5Mpa，降低到~10.0Mpa，使動力更省，設備制造容易。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，開發有軸徑向塔、徑向塔，分子篩干燥凈化合成氣等節能技術，如TopsΦe公司的TopsΦe-200、TopsΦe-250、卡薩利氨合成以及凱洛格公司、英國化學公司等開發的技術等。國內氨合成技術近年來也有了很大發展，南化集團研究院、南京國昌化工科技有限公司開發的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的ШJ冷激型、ШJ軸徑向合成塔技術等。由化學反應式知，氨合成反應是一個體積縮小的反應，提高壓力有利于反應向生成氨的方向進行，而且反應速度隨著壓力的提高而增大。通常氨合成壓力選擇應根據能量的消耗，即氮氫氣的壓縮功耗、循環氣的壓縮功耗和冷凍系統的壓縮功耗。通過綜合比較，合成系統的壓力在20.0~26.0MPa時系統的能耗最低。氨合成塔是氨合成系統的關鍵設備，直接影響著氨合成系統的循環機功耗、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構，凈空高18m，催化劑裝填量~27m3。GC-R301Y型φ1600型氨合成塔內件共分為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；同時用來調節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。以上兩個設計手段確保此種結構的氨合成塔內件具有較高的氨凈值。GC-R301Y型φ1600三軸一徑氨合成內件具有以下優點：（1）塔阻力小：由于采用徑向流結構以及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機功耗，保證循環機長周期、高效運行；（2）氨凈值高：由于徑向層裝填高活性小粒度（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：由于合成塔內件采用多段冷激和徑向催化劑筐結構，內件阻力低，氨凈值高、循環量小，既而降低了循環機電耗及冷量、冷卻水的消耗，從而降低了噸氨的綜合能耗。（4）生產能力大：由于提高了合成效率，同樣的循環量，生產能力比一般塔型提高15～30%，或者在同樣內件阻力下，通過的循環氣量大，由于通過的循環氣量大，因此產量高于其它類型氨合成塔。（5）催化劑利用率高：由于GC塔采用無冷管結構，以及對各層催化劑量的合理分配，避免了冷管的冷壁效應，提高了催化劑的利用率和內件運行的可靠性，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：因該流程補充氣進系統之前，進行氨冷降溫分離。使進系統的補充氣中水、油含量大大的降低，減少了氨貯槽內的油污、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，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，使得催化劑在各時期內的溫度分布曲線與最佳操作溫度曲線保持一致，充分發揮催化劑的潛能。(8)內件結構簡潔，裝卸方便：內件采用多層組合結構，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，還是維修檢查內件均極為方便。氨合成催化劑可以實現完全自卸，工程上只需要設置操作平臺，不需要設置起吊內件的檢修框架，有效降低了工程投資。（9）觸媒自卸：該內件催化劑為上下貫通結構，內部有沒有冷管，實現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，無須起吊內件。（10）GC內件的技術關鍵：GC內件的技術關鍵是獨創的魚鱗式徑向流分布器的設計。這種分布器的設計的訣竅在于：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同時補償的方法，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構，運用獨自開發的技術和經驗設計好不開孔的長度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、所有上述技術及其它未述及的技術均經過逐級放大，用數學模型加以設計，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。總的能耗可比兩塔流程低20~30%。由于三塔流程增加了一個加壓塔，流程加長，設備增多，其投資費用比兩塔流程多20%左右。國內外的研究和生產實踐表明，生產規模超過300~500t/d甲醇產量的精餾工藝宜采用節能型三塔流程。由于該工程中甲醇精餾的規模為3萬噸/年，從能耗和投資等綜合技術指標考慮，采用雙塔流程更有優勢。甲醇精餾裝置各塔頂所排出不凝氣送往吹風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，用以提高產量或降低消耗。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的特點是投資省、操作費用低，產品回收率與變壓吸附法相當，但產品純度不如變壓吸附高。深冷分離法是根據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的膜分離技術，均已在國內廣泛使用，深冷分離裝置在國內也能生產，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品純度%98~99.9990~9980~95產品氫回收率%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，從節約投資、操作運行可靠及節省用地考慮，本工程選擇膜分離方案，因回收氫返回合成氨系統，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，提氫也需先經洗氨后才能進入變壓吸附裝置，為了使膜分離系統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。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，即節約能源，又減少環境污染，因此本方案設置油回收系統。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達到標準排放。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，部分恢復廢油的粘度及其它理化指標。加熱沉降槽前期底部沉淀的水分及雜質，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，然后再經過濾油機徹底除去廢油中的雜質和水分，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操作過程中，放出大量的溫度～300℃本可研在總結國內小氮肥現有工藝流程的特點上，進一步采用小氮肥行業各種節能、降耗措施，發揮小氮肥投資省、見效快的優勢，力求做到該設計切實可行，又安全、先進、節能。本可研擬采用固定層煤氣發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。考慮到合成氨裝置規模較大，變換工段設備規格太大，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尿素工藝技術方案的選擇目前，我國的中型尿素裝置采用的生產工藝有：水溶液全循環法、中壓聯尿法、二氧化碳氣提法、氨氣提法。水溶液全循環法：此法是我國大多數中小型尿素廠生產所采用的方法，生產工藝成熟，操作方便可靠，機泵和非標設備均國產化，其特點是合成塔內轉化率較高，未反應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。目前國內大中型尿素裝置大多采用二氧化碳氣提法工藝。中壓聯尿法：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。甲銨泵的腐蝕較嚴重，泵的材料要求苛刻。氨氣提法：此法在我國未實現國產化，國內現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，運轉率高，爆炸危險性小，安裝檢修方便，工藝冷凝液可二次利用，無污染。由于本工程尿素生產規模為30萬噸/年，綜合投資及能耗等諸方面，本可研采用生產工藝成熟節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。在操作上共分五個階段：吹風階段：來自鼓風機的加壓空氣，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。生成的吹風氣經除塵器除去灰塵后，經總管送至吹風氣回收工段。上吹制氣階段：蒸汽及加氮空氣自爐底送入，經與灼熱的燃燒層反應后，氣化層上移，爐溫下降，生成的半水煤氣由造氣爐頂部引出，經除塵器除去灰塵，進入聯合廢鍋，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，經下行煤氣除塵器除塵，廢熱鍋爐回收顯熱后再經洗滌塔除塵，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，防止爆炸現象發生。（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，以回收系統中的煤氣至氣柜。以上五個階段的操作程序為一個循環過程，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除塵塔，靜電除焦油塔除去粉塵、焦油等雜質后，由羅茨鼓風機加壓送至冷卻塔，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再生泵送到噴射再生槽再生，再生后的貧液回到循環槽，由脫硫泵加壓送至脫硫塔循環使用。由再生槽溢流出的硫泡沫依次經硫泡沫槽、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品硫磺。變換氣脫硫再生時產生的硫泡沫與半水煤氣脫硫共用一套熔硫系統。4.2.1.3壓縮除塵、油及冷卻后的半水煤氣經氣水分離器后，經過一、二、三段壓縮后到2.1MPa后，經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半水煤氣冷卻器冷卻后，再經過絲網除油過濾器、除油劑爐兩級除油去除夾帶的油份后先進入預熱交換器，出預熱交后的半水煤氣內補加蒸汽，然后進入熱交換器提溫到200℃左右，進入預變換爐，經預變換反應后，將氣體中的雜質進一步過濾，并且將氣體中的氧氣全部反應，后進入低變爐一段催化劑床層進行變換反應，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量與熱量的傳遞。液相全部被蒸發，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，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再生泵送到噴射再生槽再生，再生后的貧液回到循環槽，由脫硫泵加壓送至脫硫槽循環使用。由再生槽溢流出的硫泡沫依次經硫泡沫槽，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品硫磺。4.2.1.6脫碳（1）提純系統壓力為2.0Mpa，溫度小于40℃的變換氣由界外送入提純系統經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。當被吸附雜質的濃度前沿接近床層出口時，關閉吸附塔的原料氣閥和產品氣閥，使其停止吸附，通過十次均壓步驟回收床層死空間的產品氣，此時塔內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，在廠方與技術持有方有合作意向后，技術持有方提供本工段的工藝流程及基礎設計。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，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。控制指標：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，經高壓醇烷化系統的新鮮氣油水分離器分離油水后進入高壓醇化塔內件與環隙之間自上而下換熱，換熱后的氣體經塔前換熱器進一步提溫后，進入高壓醇化塔內件下部換熱器，溫度升至～210℃由中心管進入催化劑床層反應，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，由提溫換熱器將溫度升到～260℃進入高壓烷化塔催化劑床層反應，將氣體中～200PPm的CO、CO２轉化為H2O和CH4，反應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換熱，溫度降到～60℃4.2.1.9氨合成來自循環機油分離器的氣體分兩路：一路進氨合成塔筒體與內件之間環隙冷卻塔壁出來（一出）與另一路氣體混合進入塔前換熱器換熱（～180℃）后，進入氨合成塔內反應，～340℃的反應氣體由塔內（二出）出來入廢熱鍋爐副產蒸汽，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、補充氣以及循環機各設有放空。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。來自高壓烷化系統的氣體進入氨冷器，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，提氫也需先經洗氨后才能進入變壓吸附裝置，為了使變壓吸附系統的操作壓力有較寬的選擇余地，本項目將新老系統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。4.2.1.11甲醇精餾工段聯醇工段合成的粗甲醇(0.6x106Pa)由粗甲醇罐區來送至粗甲醇預熱器,在其輸送管線上，經計量注入濃度為2%的氫氧化鈉溶液，以中和合成反應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，先在預精餾塔中脫去輕餾分，主要為二甲醚，經脫除輕餾分后的預后甲醇再送入主精餾塔，進一步把高沸點的重餾分雜質分離，就可制得純度在99.8%以上的精甲醇。具體流程如下：粗甲醇經粗甲醇預熱器與預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塔。預塔底有再沸器，用壓力為0.35×106由預塔底出來經脫除輕餾分的預后甲醇經預后甲醇泵打入預后預熱器內將溫度提高到90℃以上進入主塔。預后甲醇進入主塔的高度可根據主塔入料溫度組分的沸點，主塔采出精甲醇的質量和塔底殘液中含醇量進行調節、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，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，當混合液溫度達到110℃4.2.1.12吹風氣回收工段來自造氣工段的吹風氣經旋風除塵器,經噴燃器與來自第二空氣預熱器的熱空氣混合,進入燃燒爐上部燃燒；助燃氣經止逆水封再通過分離器分離水分后，與第一空氣預熱器來的空氣混合，在燃燒爐上部燃燒。空氣來自鼓風機，經第一空氣預熱器加熱后分兩路：一路進入馳放氣助燃器，一路經第二空氣預熱器加熱后進入吹風氣噴燃器，燃燒后約960給水經調節閥進入余熱鍋爐省煤器，經低溫煙氣加熱后進入余熱鍋爐，產生2.6Mpa，226該流程具有以下特點：(1)吹風氣經旋風除塵后入燃燒爐內燃燒，降低了粉塵含量，避免了高溫下粉塵在爐內磚層熔融粘結及高溫煙氣對換熱設備的沖刷磨損，可延長裝置的運行周期。(2)空氣預熱器的設置提高了空氣配風的溫度，使熱回收更完全，并且由于吹風氣溫度低、可燃成份含量低、氣量大，著火前吸收熱量對爐溫影響較大，所以還能保證吹風氣的安全燃燒。(3)設置引風機，使整個系統在微負壓下運行，降低了吹風系統的阻力，可提高造氣的單爐發氣量。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。為防止尿素生產系統設備腐蝕，采用了空氣防腐法，脫氫工序脫氫反應所需的氧量也一并由防腐空氣補入。防腐空氣經空氣壓縮機加壓約2.45MPa加入。空氣量由空氣壓縮機出口調節閥控制。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，進入脫氫反應器，在脫氫反應器中，用脫氫催化劑將CO2氣體中的H2和其他可燃性氣體燃燒掉，反應放出熱量將使CO2氣體溫度升高（約45℃/1%H2體積），經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，再經四、五段壓縮，最終壓力約（c）合成經溢流管漏斗而離開尿素合成塔的反應混合物，用手動液位調節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混合物分配到汽提管內，后經高壓二氧化碳冷卻器來的脫氫CO2氣體和反應混合物在CO2汽提塔內逆流通過汽提管，引起氨分壓降低，其結果使甲銨開始分解，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節閥進行控制，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℃汽提塔殼側的蒸汽冷凝液能從幾個不同標高的管口排到高壓蒸汽飽和器，再由此將蒸汽冷凝液經液位調節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，液氨也送到該設備的頂部，其量要調節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，該高壓冷凝器設有垂直列管，管內走甲銨液，殼側為蒸汽冷凝液和蒸汽，當列管內NH3與CO2發生冷凝并反應生成氨基甲酸銨時，放出的熱量用于殼側產生低壓蒸汽，產生的低壓蒸汽返回蒸汽包，在此分離掉所夾帶的冷凝液后，借壓力調節器送入低壓蒸汽系統，大部分低壓蒸汽用于后續工藝過程，多余部分送往界區外部。蒸汽包壓力的變化，意味著改變高壓冷凝器殼側溫度，影響著管側氨基甲酸銨的生成反應，正常的壓力整定，應使部分NH3與CO2將在合成塔中發生反應，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過高壓冷凝器循環回到尿素合成塔，這樣增加了高壓冷凝器的液體負荷，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。為了避免塔內液相返混和改善氣液相之間的接觸，合成塔內設有十塊篩板，CO2轉化率約為58%反應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節。含有未轉化的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有換熱段，為避免在此冷凝過度，故換熱器的殼側采用熱水來冷卻，熱水循環在一個密閉的加壓系統中進行，用熱水循環泵將熱水先后流過高壓洗滌器，底部循環加熱器及熱水循環冷卻器，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℃，此熱量在底部循環加熱器及熱水循環冷卻器中移去，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工序的甲銨液打到高壓洗滌器，用循環系統來的甲銨液洗滌回收NH3和CO2，洗滌后的氣體經惰氣放空筒而排入大氣。所生成的溫度約165℃（d）循環離開汽提塔底部的尿素一甲銨液經液位調節并膨脹到0.294Mpa（絕）。由于膨脹的結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加熱器和頂部循環加熱器，在此分別用高壓洗滌器密閉循環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氨與二氧化碳被吸收并反應生成氨基甲酸銨，為了移走低壓甲銨冷凝器中的冷凝熱和反應生成熱，低壓甲銨冷凝器采用密閉溫水循環進行冷卻，該循環水在溫水循環冷卻器中換熱，使溫水循環水的溫度從65℃降到55℃，其熱量由設備管側的冷卻水移走，此溫水循環借助于低壓甲銨冷凝器和溫水循環冷卻器之間的溫水循環泵進行，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，由來自工藝冷凝液泵的工藝冷凝液所洗滌。通過低壓洗滌器出口的壓力調節閥，使循環工序的壓力保持在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節密閉循環冷卻水的溫度，使低壓洗滌器出口的調節閥處于關閉狀態，這就意味著當甲銨液中NH3/CO2摩爾比為2～5，含水約為35%（重量）時，根據操作壓力，甲銨的溫度約為75℃由精餾塔來的尿素溶液通過液位調節閥進入閃蒸槽，閃蒸槽的真空度由一段蒸發噴射器來維持，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℃，結果使溶液中的尿素含量增加到75%（e）蒸發由尿素溶液泵將尿液送至一段蒸發器，用流量控制來調節進入一段蒸發器的尿液流量，在一段蒸發器中，尿素溶液濃度從75%增至95%（重量），控制出口溫度約125～130℃。一段蒸發器的壓力，由一段蒸發噴射器來維持，由一段蒸發冷凝器出口氣體管上壓力調節閥來控制，正常操作壓力為33.34KPa(絕)。出一段蒸發器的汽—液混合物流入一段蒸發分離器，分離后氣相進入一段蒸發冷凝器，液相送往二段蒸發器，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。一段蒸發冷凝器中未凝氣體則由一段蒸發噴射器抽出，氣體進入最終冷凝器冷凝，在此，極少量