重庆富源化工股份有限公司节能规划2008.3.3

重庆富源化工股份有限公司节能规划重庆大学二OO七年十二月重庆富源化工股份有限公司节能规划重庆富源化工股份有限公司（盖章）法人代表（签字）重庆大学二OO七年十二月节能规划报告编写人员名单重庆大学冉景煜唐强闫云飞刘洪涛杨仲卿杜敏重庆富源化工股份有限公司陈建来宾目录第一章总则1第一节编制依据1第二节企业概况1第三节重庆富源化工有限公司“十一五”发展规划介绍4第四节企业节能面临的形势和任务10第二章规划目标16第一节指导思想16第二节基本原则16第三节规划目标16第四节基本思路17第三章系统分析19第一节基本情况19第二节能源系统42第三节工序分析45第四节存在问题47第四章节能措施49第一节技术路线49第二节主要措施50第三节措施明细52第四节节能措施效果预评估56第五章实施步骤57第六章推进措施58第一章总则根据重庆市经委等部门关于印发重庆市60家重点能耗企业节能行动实施方案的通知要求和企业自身发展的需要，编制重庆富源化工股份有限公司节能规划。第一节编制依据1关于继续开展重点用能企业能源审计和节能规划编制工作的通知（渝经环资200737号）2国务院关于加强节能工作的决定（国发200628号）3国家产业发展政策（国家发展和改革委员会第35号）4中国节水技术政策大纲（国家发展和改革委员会公告，2006年第17号）5节能中长期专项规划（国家发展和改革委员C会发布，2004年12月）6中国节能技术政策大纲（国家发展和改革委员，2006年）7重庆富源化工股份有限公司2006年能源审计报告第二节企业概况1企业名称重庆富源化工股份有限公司2企业性质股份制重庆富源化工股份有限公司属垫江县国有控股的综合型化工企业，是垫江县重点骨干企业之一，重庆小氮肥行业的排头兵。3资产及其经营状况公司长期以来致力于以天然气为原料的化工产品开发，经过30多年的滚动发展，现拥有以合成氨为基础原料生产碳酸氢铵、硝酸铵、亚硝酸钠、硝酸钠、硝酸钾、氯化铵、液体二氧化碳、吗啉等产品的综合性化工企业。产品远销美国、日本、台湾及东南亚诸多国家和地区，遍及国内10余个省市。公司产品先后获得“重庆市用户满意产品”、“重庆名牌产品”和“重庆知名产品”等称号，公司先后被评为“全国化肥生产先进企业”、“市级文明单位”、“重庆市先进基层党组织”、“重庆工业企业进步奖”、“重庆市无泄漏工厂”、“环保先进集体”和“劳动创新奖”，是垫江县的“金花”企业和纳税大户，通过了ISO90012000国际质量管理体系认证。公司现拥有员工805人，总资产22176亿元。2006年公司主要产品产量为液氨8026682吨（其中外销793454吨）、碳铵6560341吨、硝酸铵10552684吨、硝酸钠189008吨、亚硝酸钠62429吨、氯化铵3244吨、吗啉（含吗啉高沸物）248645吨，实现销售收入273亿元，利税6006万元，利润4824万元，出口创汇1143万美元。4主要产品及产能重庆富源化工股份有限公司一直致力于以天然气为原料，合成氨为基础的下游产品开发，重点发展硝酸盐产品，现有产品的生产能力分别为合成氨9万T/A，碳酸氢铵12万T/A，硝酸铵12万T/A，硝酸钾2万T/A，氯化铵11万T/A，液体二氧化碳05万T/A，吗啉04万T/A。重庆富源化工股份有限公司已发展成为以合成氨为基础原料生产碳酸氢铵、硝酸铵、硝酸钾、氯化铵、液体二氧化碳、吗啉等产品的综合性化工企业。5主要能源消耗2006年总能耗折标煤（当量值）15547239吨，（等价值）12301435吨，其中天然气占60、煤炭占83，电力占317。吨氨能耗为天然气95562立方米/吨，电力单耗为1091千瓦时/吨，蒸汽单耗为0133吨/吨，水单耗为722立方米/吨，综合能耗1309吨标准煤/吨（38315GJ/T）。目前世界先进水平的天然气合成氨能耗为29GJ/T，我国引进装置平均能耗约37GJ/T，我国2006年国内合成氨综合能耗（小型）能耗为1606TCE/T。吨碳铵（实物）能耗为天然气20585立方米，电力单耗为29522千瓦时/吨，蒸汽单耗为003吨/吨，水单耗为362立方米/吨，综合能耗029吨标准煤/吨。吨硝酸铵（实物）能耗为天然气4066立方米，电力单耗为7722千瓦时/吨，蒸汽单耗为0206吨/吨，水单耗为1002立方米/吨，综合能耗0611吨标准煤/吨。吨硝酸钠（实物）能耗为天然气19148立方米，电力单耗为32741千瓦时/吨，蒸汽单耗为0206吨/吨，水单耗为284立方米/吨，综合能耗0303吨标准煤/吨。吨亚硝酸钠（实物）能耗为天然气23589立方米，电力单耗为37811千瓦时/吨，蒸汽单耗为0314吨/吨，水单耗为317立方米/吨，综合能耗0364吨标准煤/吨。吨吗啉（含吗啉高沸物）能耗为天然气306015立方米，电力单耗为479763千瓦时/吨，蒸汽单耗为1632吨/吨，水单耗为3788立方米/吨，综合能耗5907吨标准煤/吨。供热锅炉主蒸汽产量73068吨,供热标准煤耗率为6289KGCE/GJ，全厂热效率为5424。第三节重庆富源化工有限公司“十一五”发展规划介绍一、公司现状重庆富源化工股份有限公司是在原年产3000吨合成氨的小氮肥企业发展起来的“以肥为主，肥化结合”的综合性化工企业。公司在“十五”之前，没有装备优势，没有产品优势，产品较为单一，产品产能小。在“十五”期间，富源化工抓住了机遇，实现了快速、持续、健康的发展。到2005年末，装置生产能力已发展为合成氨8万吨/年、碳酸氢铵12万吨/年、硝酸铵12万吨/年、硝酸钠2万吨/年、亚硝酸钠1万吨/年、硝酸钾2万吨/年、氯化铵12万吨/年、液体二氧化碳5000吨/年、吗啉2000吨/年。产品结构基本趋于合理，但随着国家对化肥产业政策改革的推进，化肥生产企业目前享受的气、电、运输价格及税收的优惠政策将逐步取消，化肥价格将随行就市，国家将建立对农民直接补贴制度。公司的产品已不能适应能源涨价带来的成本上涨。按2005年企业产值计算，每方天然气实现的产值为41元，与重庆市要求7元/NM3天然气相差较大，不利于公司的稳健发展。同时，我们还应该看到，没有资源优势，产业层次低，产品深加工不够，企业效益不高，资金实力不强，没有自主知识产权，部分工艺装置（间歇转化造气系统等）工艺技术落后，设备老化，消耗高，严重困扰着企业的进一步发展壮大。为此，不断增加有机精细化工化工产品比例，以公司及周边区域资源为开发产品，延伸产品链；并开发对能源依赖小的精细化工产品，逐步减少公司对能源的依赖，“做大、做优、做强”天然气精细化工，提高企业效益是公司今后发展的基本思路。二、企业发展环境分析1国际能源形势国际上，目前化学工业仍以石油化学工业为主，但由于国际性的能源紧张，多次出现的石油危机，影响了世界石油化工的发展，特别是近两年，石油价格的猛涨，导致石油化工生产下降、发展停滞。为此，新的代用能源的研究各国都在进行大量的研究。甲醇作为基础有机化工原料，成为了替代石油的首选。我国是一个能源紧缺、资源短缺、人口众多的国家，因此，节能、环保和节约资源是今后石油和化工持续、快速、健康发展的重要内容和前提条件，为适应我国能源状况，调整能源结构，将甲醇作为过渡性混合燃料，具有较好的发展前景。2重庆和当地环境重庆的天然气资源较为丰富，“十一五”期间，以天然气化工为龙头，形成沿长江巨龙式产业带，目标是把重庆打造成为长江上游乃至全国最大的天然气综合化工基地。在长寿化工园区重点发展天然气化工及其衍生产品，在垫江发展天然气精细化工产业。综上所述，富源化工发展天然气精细化工既有国内外的市场机遇，又有政府的支持，同时我公司已成功改制，并已进入了上市的辅导期，为公司的进一步发展提供了优良的发展环境。三、企业发展思路在国家化学工业总体发展战略和产业政策指导下，按照“十六大”提出的新型工业化道路精神和和谐社会、创新社会及绿色化工、循环经济理念，着眼国内外两个市场。以重庆市大力发展天然气精细化工以及四川乙烯建设为契机，以企业上市为发展动力，充分发挥垫江资源优势，发挥企业人才、产业和管理优势，通过新建和联合等多种模式，延长产品链，走循环发展道路。具体发展思路是1依托硝酸优势，不断发展硝酸化工，做大硝酸产业，建设重庆的硝盐化工生产基地目前，公司的硝酸主要用于生产主导产品硝铵以及硝酸钠、亚硝酸钠、硝酸钾等无机化工产品，产品附加值较低。公司的发展应依托硝酸生产优势，发展硝酸下游精细化工产品，延长硝酸产业链是公司发展考虑的重点。2利用氨生产经验，发展碳一化工产业碳一化工基础产品就是氨和甲醇，然后利用这两个产品特别是甲醇衍生出大量下游产品。由于这两个基础产品的生产工艺非常相似，且两个产品可以实现首尾相连，实现循环生产，降低消耗，所不同的主要在于合成，从事合成氨生产的的同志能很快适应甲醇生产。回收和利用合成氨生产中排放的碳作为碳一化工所需的资源，发展甲醇及下游产品生产，形成碳一化工产业链，是公司发展的又一重点。3以氢气为原料，发展加氢化工产品公司已开发有吗啉加氢产品。发展将以吗啉为原料生产吗啉的下游产品，延长吗啉产品链。同时，还应大力开发以氢为原料的加氢产品，发展加氢有机化工产品链。二、企业产业链发展规划1硝酸产业链硝酸产业链上，将继续发展硝铵、硝酸钠、亚硝酸钠、硝酸钾产品，发展适用于经济作物的高附加值的硝酸铵钙农用化工项目。异氰酸酯是聚氨酯的上游产品，在我国供应严重不足，为此，如何利用富源化工产品优势发展异氰酸酯是我公司发展天然气精细化工的重点考虑对象。2碳一化学产业链在该产业链上，将主要利用天然气转化过程中生成的并未充分利用的碳分子物质（CO、CO2）生产碳一化学品。主要规划产品有建立一套CO提纯装置，甲醇、碳酸二甲酯产品链（以碳酸二甲酯为原料生产的碳酸二苯酯聚碳酸酯产品链）、甲酸甲酯产品链（以甲酸甲酯为原料生产的甲酸、二甲基甲酰胺、N甲基甲酰胺及N甲基乙酰胺产品链）、甲醛、多聚甲醛等有机化工产品。3加氢产品链在该产业链上，将以现有吗啉产品为基础开发吗啉下游产品及有机精细化工产品。主要规划的产品有N甲基吗啉、N甲酰吗啉、N乙酰吗啉、N甲基氧化吗啉等吗啉下游产品以合成氨、氢气乙醇胺为原料生产乙二胺哌嗪、三乙烯二胺等有机精细化工产品链。以糠醛、氢气为原料生产四氢呋喃聚四氢呋喃。五、近期拟重点开发的项目简介1尾气综合利用10万吨/年甲醇及氨联产节能技改项目甲醇合成气制备工艺采用天然气蒸汽补CO2换热式并联转化纯氧二段转化节能新工艺、甲醇合成工艺采用LURGI低压法，甲醇精馏工艺采用三塔流程。并实现甲醇及合成氨尾气综合循环利用，即甲醇合成尾气用于生产合成氨，合成氨排放的CO2用作生产甲醇。本项目为碳一化学基础原料，通过该项目的建设可以开发甲醇化学产业链，同时降低现有合成氨装置能耗。项目关键在于天然气指标的供应，若能争取到天然气，建议该项目应尽快建设。2无水哌嗪项目国内无水哌嗪市场消费量是在逐年增长。从生产技术方面，国内无水哌嗪生产刚刚处在更新换代之时，从市场方面，医药工业对哌嗪的需求正稳步增长，化学工业对哌嗪的需求则急剧增加，其需求量将以每年20的速度增长。无水哌嗪正处于经济寿命期的成长期阶段，其经济寿命至少有15年以上。无水哌嗪的技其生产方法有1，2二氯乙烷氨化法及乙醇胺临氢氨化法。哌嗪作为医药化工中间体及化工的添加剂将有很大的发展空间，现无水哌嗪正处于经济寿命期的成长期阶段，其经济寿命至少有15年以上。因此，可以将哌嗪项目作为拟建项目。35000吨/年乙二胺项目乙二胺作为哌嗪的原料，国内产量极小。因此，国内的消费乙二胺主要依赖于进口，2006年全年进口总量为43,147,319KG。近段时间以来，受国际影响，供需关系严重失调，供不应求。该项目可作为哌嗪产业链的上游子项目进行深入调研，加大研发力度。并继续寻求新技术如乙二醇氨化加氢的技术支持，力争在1年内实现突破性进展。建议公司加大该项目的市场及技术的调研力度。4四氢呋喃项目四氢呋喃主要原料为糠醛和氢气。国内糠醛的产量为15万吨，除用于生产糠醇外主要用于出口。2006年出口33万吨/年，生产厂主要集中在内蒙及东北地区，供应较为充足；另一主要原料氢气可以来源于公司变换气脱氢，这样既可以调整产品结构，又可以开发加氢化工产品，提高产品附加值。根据财务评价数据显示，项目的投资回收期为269年（含建设期1年,所得税后），远远小于一般的石油化工项目12年的基准投资回收期。同时富源公司开发四氢呋喃产品，具有得天独厚的优势，项目所需的氢气来源于合成氨装置变换工段，附产的CO又回到变换工段，可实现资源循环利用，项目建设的投资可大量减少，且资金周转快，市场前景广阔，经济效益更为显著。建议公司将此项目作为拟建项目进行市场及技术论证。55000吨/年二甲基乙酰胺项目目前我国二甲基乙酰胺年需求量为2000025000吨，市场价位在135万155万之间，年供应量20000吨，每年进口约5000吨以上，特别是近年来制药中间体、农药用量需求量增长较快。电子行业对高品质二甲基甲酰胺的需求也有明显的增长。据预测2008年需求量将达3万吨左右，溶剂方面如聚丙烯晴纺丝、亚胺树脂及绝缘材料上市场用量还在逐步扩大二甲基乙酰的市场前景看好。该项目可以依托长寿化工园区川维厂生产的乙酸或其附产的乙酸甲酯为原料生产附加值高的精细化工产品。原料易得，产品市场前景较好，建议做为储备项目考察。62000吨/年N甲基吗啉装置改造项目采用二甘醇甲胺液氨原料路线,生产成本低,产品质量高,产品主要技术指标达到德国BASF公司产品标准。可同时生产N甲基吗啉和吗啉两种产品,生产方案灵活（N甲基吗啉产量可在生产规模的375范围内进行调节）。采用自主开发的气相非均相固定床合成工艺，NICUMG/AL2O3催化剂和优化换热网络，二甘醇转化率达到98以上，产品（N甲基吗啉和吗啉）总收率达到85以上，能耗较全国平均水平降低15以上，处于国内领先水平，达到国际先进水平。生产过程的三废均可得到有效处理，对环境无危害。本项目作为吗啉产业链上重要的产品，具有较好的市场前景，公司可将此项目作为重点跟踪调研项目，做好技术贮备，一旦市场成熟时就开工建设。7其他有机化工产品及加氢化工产品以石油化工原料为基础，以公司氢气为原料开发石油类加氢产品，如烷基苯类加氢，甲苯加氢，双丙酮加氢等。第四节企业节能面临的形势和任务1概述自2002年国务院下文规定不再新建硝酸铵生产厂并暂停进口硝酸铵，抑制了国内硝酸铵新增产能。而随着国家对能源开采、基础设施建设投资加大，民爆行业对硝酸铵的需求不断上升，预计“十一五”期间，我国民爆产品需求将以每年超过10的速度稳步增长，到2010年民爆行业对硝酸铵的需求量将上升至350万吨左右。硝基复合肥是重要的农用肥料，根据农业部的要求，我国2010年我国肥料的复合化率将达到50左右，但受原料硝酸铵供给不足的影响，我国硝基复合肥行业的产能一直不能有效扩张，目前基础肥料复合化程度仅1520，产量与需求之间存在着巨大缺口。化工业具有高能耗和排放大的特点。近年来，随着化工业扩张，造成资源、能源极度短缺，污染排放严重，给我国化肥工业的建设和发展带来严重的隐患。化工企业如何在新形势下健康、稳定地发展如何提高化工业的整体水平，使之与环境友好、与社会协调拓展化工企业的功能，最大限度地降低资源和能源消耗，提高能源的有效利用程度和废弃物的闭路循环程度，是中国化工工业目前面临的严峻课题,也是每个化工企业肩负的责任。2能源价格变化趋势化工行业属于高耗能行业，能源价格的变化对整个行业又重大的影响。在历经了2006年的全面涨价之后，能源资源产品今后的价格走势如何来自众多专家的观点是持续看涨。专家作出预测“近一两年内，煤炭价格还将继续上涨20；电力平均价格也会随之小幅上扬；国内成品油价格仍存在上涨的冲动和压力；而天然气无疑将成为所有能源资源中涨价幅度最大的产品。”1）价格改革促成新一轮提价一场触及定价机制的能源资源价格改革方向已经非常明确。在即将迎来2007年的时候，一份由国家发展和改革委价格司起草的资源性产品价格改革方案关于深化价格改革促进资源节约和环境保护的意见，已经上报国务院。按照这一方案，资源性产品价格的改革将从水、石油、电力、天然气、煤炭、土地等领域展开，并提高排污费、污水处理费和垃圾处理费的征收标准。整套方案的最大变化在于，把环境治理成本和资源枯竭后的退出成本计入上述产品的定价中，如果这一价改方案得以通过，则意味着相关能源资源性产品即将迎来新一轮提价。国家发展和改革委关于能源资源产品价格改革的思路，很大程度上是基于我国能源形势的压力。目前不得不承认的一个事实是，中国的水、电、气、石油、土地等资源价格由于受到政府管制，已被严重低估；其次，资源的低价或免费使用，又无法形成一个竞争有序的资源市场，使得损害环境的生产和消费方式大行其道。有关数据表明，目前中国的能源利用效率仅为33，比发达国家低约10个百分点。同时，环境污染却日益严重。严峻的形势让资源价格改革迫在眉睫。当前价格改革的目的是要充分发挥市场机制在资源价格形成中的基础性作用，使资源价格能真正灵敏地反映市场供求关系和稀缺程度，合理配置资源。价格改革虽然并不能简单地等同于提价，但是此次改革的结果却可能导致价格上涨。2）油气资源追赶国际价格以2006年的提价“热点”天然气为例。近几年石油、液化气、煤炭等能源价格均呈上涨势头，天然气价格明显低于其它可替代能源的价格。按热值当量测算，目前天然气价格仅为原油价格的30左右，而成熟市场经济国家天然气与原油比价通常在084至121之间。长期偏低的气价，不利于促进天然气资源节约和提高天然气利用效率；相反，却刺激了市场对天然气的过度需求，造成了供应紧张。自2006年10月以来，西安、重庆、郑州等地相继出现“气荒”，2006年上海市天然气缺口更是高达7亿立方米。我国天然气供应缺口到2010年将达到400亿至500亿立方米。如此之大的缺口与我国现行较低的天然气价格形成了鲜明的对比。业界一致认为，需要加快完善促进节能、保障供应安全的气价形成机制。油气资源属于战略性稀缺资源，而资源短缺已经并将继续成为中国经济和社会发展的一个重要“瓶颈”。为抑制不合理消费，就需要运用价格杠杆，调升价格水平。正是基于这样的判断，可以预测，2008年我国天然气价格仍将稳中攀升，并且这一走势将持续很长一段时间。3）成本提升成为煤炭涨价内在动力如果说油气资源价格受国际市场影响较大，那么作为一个煤炭净出口国，我国煤炭产品价格则主要受到国内市场供需关系的影响和煤炭成本上升的压力。2007年我国煤炭消费仍将快速增长，但供不应求的矛盾应有所缓解。随着煤炭开采成本的逐步合理化，其成本的上升压力将使今年煤炭价格呈现稳步上行的态势。我国的低价能源体系提高了社会环境成本，要想达到节能目标，最好的方式就是建立一个市场手段和行政手段相结合的长效机制，而形成能源资源价格长效机制的当务之急就是对能源资源成本的还原。以煤炭为例，目前很多地方都没有将诸如矿工的安全、健康问题，煤矿开采对当地水资源、土地资源以及自然环境的破坏等因素纳入成本核算，或者说是严重低估了这些外部成本。国家出于对能源资源可持续使用的考虑，将陆续出台各项政策，从环境、可持续发展、劳动力、安全等方面推动煤炭成本上涨，而这必然使煤炭价格进入一个新的上行通道。国家对能源资源成本的还原正在按计划进行，比如矿业权无偿取得应改为有偿取得；强制矿山企业提取安全费用，加大安全投入，还原安全成本；强制企业从销售收入中提取一定比例资金用于矿山环境的恢复、生态补偿，还原环境成本；所有能源生产销售企业必须保证员工的基本收入、基本福利等权益，还原人工成本。有关专家通过近年来煤炭价格的走势，对2007年煤炭价格进行了预测。“市场煤价格今年可能呈现出总体平稳、略有上调的走势，其中不排除年中用煤淡季的价格疲软。”而对于合同煤价格，从1月10日开始在广西桂林举行的全国煤炭合同汇总会上获悉，在为期七天的汇总会首日，冶金、化肥、炼焦等行业用煤合同已基本全部签订，且大部分合同价格已经确定，价格平均上涨10元至30元不等，涨幅在3至5之间；而对于占合同煤绝大部分的电煤而言，由于一些煤炭企业要价过高而使煤电双方各执一词互不相让。但据专家判断，今年电煤涨价幅度应与2006年基本相当，45元至55元的价格区间应属正常。今明两年我国煤炭价格预计将出现20的上涨幅度，电煤价格的上涨又会推动火电成本的上涨，但是一方面电力企业自已会消化一定的成本，另一方面成本较低的水电供给将逐步增长，因此电力平均价格的上涨幅度要小于煤炭价格的上涨幅度。由于电力产品不能储存，电力价格的上涨有时还不能完全取决于成本，电力需求的减缓对电力价格上涨也会起到一定的抑制作用。随着电力体制改革的深入，电力价格交叉补贴的问题会逐步得到解决，居民用电价格上涨的幅度可能要高于大宗工业用电价格的上涨。3富源化工公司的应对措施该厂为全面贯彻“节约与开发并举，把节约放在首位”的能源方针，全面落实中华人民共和国节约能源法，加强全厂能源管理水平，降低产品消耗，提高能源利用效率和经济运行水平，以节能、节材、清洁生产和发展循环经济为重点，在不断完善能源管理的体系建设，加强能源科学管理，坚持管理与技术创新，切实加快技术改造等方面做了大量的工作，提高了能源利用效率，增强了企业竞争力、促进了企业高速、高效发展。大力开发新产品，完善精细化工产业链条，用较少的能源消耗，产生更多的经济效益，降低单位工业增加值的能耗水平。第二章规划目标第一节指导思想建立服务于节约型、环境友好型企业建设的集成创新能力（节能降耗技术、产品链技术、循环增效技术等）；利用系统工程的观点和化工产品工程的方法，不断以新工艺、新技术、新设备、新材料和新的控制方式来解决现存的各种问题，通过降低生产能耗、节省基建投资，在保证安全生产、减少环境污染的情况下，最终实现社会、经济和环境的协调发展。第二节基本原则1提高质量降低成本，增强竞争力的原则；2发展循环经济，实现可持续发展的原则；3优化能源结构，合理利用能源的原则；4节约为本，全员参与的原则；5依靠科技，优化结构的原则；6最低消耗，最大效益的原则；7节能投资优先的原则等。第三节规划目标1综合目标。1）万元工业增加值能耗2010年达到1060TCE（当量值）2）吨氨综合能耗2010年达到35885GJ/T3）吨氨新水消耗2010年达到577T/T4）供热标煤耗2010年达到5003GCE/KWH2分年度目标，详见表1分年度目标表。表21分年度目标表序号名称单位2006年2007年2008年2009年2010年备注1万元增加值能耗TCE13338126711200411337106702吨氨综合能耗GJ/T383236403448325735885第四节基本思路对已有生产线，节能规划分三个阶段实施。第一阶段，结合富源化工有限公司的发展优势与有利条件，以立足现有和在建生产设备，加强能源管理，改进生产管理和技术管理，提高操作水平，充分发挥生产潜力。主要措施是（1）进一步完善节能管理的体系建设，使企业能源管理工作更上一层楼；（2）尽快完善对各工序及主要耗能设备的三级计量仪表的配置，建立并完善细化的产品能耗考核指标体系，实施分级考核，强化能源统计工作，完善各种能源消耗统计报表，以利于细化对工序及产品的能耗考核；（3）加强锅炉房燃料及运行管理，完善锅炉用煤、飞灰和炉渣的相关化验，降低运行煤耗；（4）杜绝水汽系统的跑冒滴漏，加强热力设备保温，优化燃烧方式，改进操作方法等。第二阶段，通过增加、改造设备，以主体生产工序的技术改造为重点，淘汰技术落后、能耗高的设备，提高余热余能回收水平，提高设备的能源利用效率，达到先进水平。主要措施是（1）采用变频调速技术对工厂内各个车间变负荷运行的风机、泵等进行节能技术改造，以降低电力消耗。（2）按照绿色照明的要求，对照明系统的灯具进行节能改造，以降低电力消耗。（3）对合成工段进行改造，以降低天然气消耗与电力消耗。3）第三阶段，实施能量系统的整体优化，开发新型节能工艺，进一步提高能源利用效率的项目，使指标达到领先水平。第三章系统分析第一节基本情况公司长期以来致力于以天然气为原料的化工产品开发，经过30多年的滚动发展，现拥有以合成氨为基础原料生产碳酸氢铵、硝酸铵、亚硝酸钠、硝酸钠、硝酸钾、氯化铵、液体二氧化碳、吗啉等产品的综合性化工企业。产品远销美国、日本、台湾及东南亚诸多国家和地区，遍及国内10余个省市。2006年全年生产合成氨8026682吨、碳铵6560341吨、硝酸铵10552681吨、硝酸钠189008、吗啉196542吨。随着生产能力的不断扩大，富源化工股份有限公司以提高效益为中心，以技术进步为动力，以强化管理为基础，节能降耗效果显著，产品综合能耗逐年下降（表31）。表31近年富源化工股份有限公司主要产品产量和能源消耗情况项目单位2005年2006年2006年与2005年相比合成氨吨69413248026682增加10853584碳铵吨84874556560341减少19271140硝铵吨677164810552684增加37810365硝酸钠吨19910401890080减少1009600亚硝酸钠吨753865624290减少1295750吗啉（含吗啉高沸物）吨243133248645增加55116氯化铵吨147083244减少114640合成氨综合能耗TCE/T13111309减少0002总能耗TCE13719055155472391增加18281841通过设备更新和技术创新与有效投资的结合，各工序技术经济指标和环保指标不断改善。1主要产品产量富源化工股份有限公司2006年主要产品和产量见表34。表342006年主要产品产量部门产品名称单位产量碳铵吨6560341合成氨车间液氨吨8026682（外销793454）硝酸铵吨10552684硝酸钠吨189008亚硝酸钠吨62429硝盐车间氯化铵吨3244吗啉吗啉（含吗啉高沸物）吨2486452原料情况目前，富源化工股份有限公司使用垫江的天然气作为合成氨生产的主要原料。3主要工艺流程（1）合成氨工序1）间转脱硫工段工艺流程图图31间转脱硫工段工艺流程工艺流程说明企业目前采用的脱硫工艺为干法脱硫工艺。主要脱硫剂为氧化锰和氧化锌，该脱硫方法被广泛应用于精细脱硫，它不仅可脱除硫化氢，而且可脱除少量有机硫。为了提高脱硫剂的利用率，通常脱硫槽应设置两个，阀门和管线的配置应可用任何一个脱硫槽停止使用另一个继续正常运转，且可以交换前后次序串联操作，以便前一个脱硫槽接近饱和后才更换新脱硫槽，第二脱硫槽平常用于“把关”，待前面一个脱硫槽继续“吃硫”直至饱和。这样脱硫剂可以得到充分的利用，工作硫容可达16。正常操作时，预热到所需温度的原料进入脱硫槽，自上而下地通过脱硫剂层，原料中硫化物即被催化转化为硫化氢并同时被吸收脱除达到脱硫净化目的。1）间转转化工段工艺流程工艺流程图图32间转转化工段工艺流程（2）工艺流程说明经脱硫并减压至00801MPA的天然气与来自风机的吹风空气0020035MPA按比例从蜗壳燃嘴的天然气管和空气管加入，经混合后进入燃烧炉膛燃烧，产生1300左右高温吹风气通过第一蓄热炉和第二蓄热炉，提高蓄热炉内蓄热砖的温度，再进入触媒层，一方面吹风气所带的热量被触媒吸收，另一方面吹风气的残氧与触媒中的金属镍发生氧化反应，放出热量提高触媒层的温度，吹风气从转化炉底部出来进入高压废锅管内，使管间软水蒸发产生08509MPA的蒸汽，吹风气从高压废锅出来，进入低压废锅管内，使管间软水蒸发产生约02MPA蒸汽，吹风气从低压废锅出来进入软水预热器，进一步回收吹风气中热量后经烟囱放空。来自风机的工艺空气压力为0020035MPA,与压力为01MPA左右的蒸汽按比例从燃烧炉膛加入,经炉膛和第一蓄热炉加热至900,与从第一蓄热炉出口按比例加入的经脱硫减压的天然气混合,此混合气体在第二蓄热炉和转化炉上部空间发生非催化反应,放出热量,气体进入触媒层进行催化反应,转化气从转化炉底部出来,进入废热锅炉管内使管间软水蒸发产生08509MPA的蒸汽，转化气从高压废锅出来进入低压废锅管内,使管间软水蒸发产生低压约02MPA蒸汽，转化气从低压废锅出来，经软水预热器进一步回收热量后经洗气塔洗涤、冷却降温后,送入气柜。3）间转压缩工段工艺流程图图33间转压缩工段工艺流程工艺流程说明由加压机送来的转化气，压力约为0026MPA，经压缩机一段进口总油分分离气体中的水及其它杂质后，通过压缩机一段进口阀门进入一段气缸，加压至02028MPA，经一段冷却器冷却再经一段分离器分离油水后，进入二段气缸压缩加压到075085MPA，通过二出阀送至中低变岗位及碳化系统净化处理。碳化气经压缩三段进口总分离器分离油水后，通过压缩机三进阀门进入三段气缸压缩，加压到16MPA左右，通过三出阀门送至甲烷化岗位。甲烷化气通过压缩机四进阀门进入四段气缸压缩，加压至435MPA，经过四段冷却器冷却、四段分离器分离油水后进入五段气缸压缩，加压至125135MPA，经过五段冷却器冷却、五段分离器分离油水后，进入六段气缸压缩，加压至27MPA左右，经六段冷却器冷却、六段分离器分离油水后通过六出阀送到合成岗位。4）间转中低变工段工艺流程图图34合成氨工艺流程图工艺流程说明转化气经压缩机一、二段加压至085MPA左右,分离油水后，进入饱和塔自下而上与从塔顶喷淋下来的温度140左右的热水逆向接触，热水加热了转化气，同时产生了部份水蒸汽，出塔的气体的温度在130140。再补加部份水蒸汽，经分离器分离冷凝水后，再进入低变换热器与管间的低变气换热。升温至170左右再进入中变换热器内与管间的中变气换热，出中变换热器的气体温度为310350经中变电炉的管间进入中变炉，进行变换反应，在上段约有75的一氧化碳转化为二氧化碳和氢气。一段出口气体经甲烷化段间换热器移去部份热量后，进入中变炉下段继续反应，在下段的变换率约为85，出口气体中一氧化碳的含量在25以下，由中变炉下段出来的气体进入中变换热器的管间，与管内的气体换热降低温度至230，进入二水加，与管内的水换热。出二水加热器的中变气的温度约为190进入氧化锌低变保护罐。脱除微量硫化物，使H2S1PPM，然后进入低变触媒层，在氧化铜低变触媒的催化作用下少量的一氧化碳与水蒸汽作用生二氧化碳和氢气，出口一氧化碳含量降至03以下温度在200260的低变气进入低变热与管内的转化气换热，再进入一水加热器，与管内由热水泵送来的水换热，温度降至140左右进入热水塔下部，与饱和塔经U型水封管来的水逆向接触以回收变换气中的少量水蒸汽和气体热量，低变气温度降至100左右，经河水换热器与管间的冷却水换热，温度降至80左右，最后经低变冷排冷却至35以下再经汽水分离器送往碳化。热水塔内的热水经热水泵加压，送入第一水加热器，经低变气加热升温，送入第二水加热器，经过中变气换热升温，再进入饱和塔顶部与转化气逆流接触，蒸发降温后经U型水封管进入热水塔回收低变气的热量和蒸汽冷凝水，温度升高后从塔底进入热水泵循环使用。5）碳化工段工艺流程图图35碳化工段工艺流程图工艺流程说明碳化操作主要分为以下几个工序浓氨水的制备，二氧化碳的脱除和碳酸氢铵的制造；悬浮液的分离；氨的回收。由变换系统送来含CO21820的低变换气，进入主碳化塔的底部，由上而下与塔内接触并发生反应，大部分二氧化碳被吸收，含二氧化碳50100的主塔出气，从塔顶排出，进入预碳化塔的底部，在塔内预浓氨水接触并发生反应，继续吸收二氧化碳，从塔顶排出的气体中含CO205左右，含NH32030克/米3，进入固定副塔的底部，由回收塔底排出的稀氨水再次吸收。洗涤后的气体中二氧化碳含量降到05以下，氨降到20克/米3以下。气体由塔顶排出，从回收段底部进入回收塔，气体被定量的软水洗涤，以进一步回收氨和二氧化碳，由回收塔顶出来的气体进入清洗塔，回收的稀氨水其中大部分流入固定副塔，在清洗塔内，气体继续被清水洗涤，由清洗塔顶部排出，经过水分离器水分后，送往压缩工段，洗涤水弃去。6间转甲烷化工段工艺流程图图36间转甲烷化工段流程图工艺流程说明由碳化岗位送来的碳化气，经压缩机三段加压至16MPA左右进入甲烷化系统，气体经水分进入甲烷化第一换热器管内，与管间的甲烷化气换热，气体被加热后进入甲烷化第二换热器管内与管间的甲烷化气换热，再进入段间换热器管内与管间的中变一段气体换热，再经甲烷化电炉进入甲烷化炉进行甲烷化反应,反应后甲烷气经过甲烷化第二换热器管间和甲烷化第一换热器管间换热,再进入甲烷化水冷器使温度降至常温，再通过气水分离器送往压缩机四段进口。7合成工段工艺流程图图37合成工段工艺流程图工艺流程说明在适当的温度、压力和催化剂存在的条件下，将精制的氢氮混合气按一定比例直接合成氨。然后将所产生的气氨从混合气体中冷凝分离出来，得到产品液氨，分离氨后的氢氮气体循环使用。来自压缩机六段压力为285MPA左右的新鲜氢氮气,先进入补充油气分离器分离油水,然后从一氨冷进口补入与氨分后的气体混合进入一氨冷的管内与管间的液氨换热,液氨蒸发为气氨送硝铵氧化和蒸发岗位使用,气体温度降低后进入冷交换器壳程,与管内的冷气体换热,再进入二氨冷管内与管外的液氨换热,液氨蒸发为气氨送碳化吸氨岗位使用,气体的温度进一步降低,然后气体再进入冷交换器分离液氨和回收冷量后,进入循环机，再由循环机增压,增压后气体一小部份作为冷激气进入合成塔各段触媒层调节气体温度，大部份气体进入合塔内件和外壳间的环隙，降低塔壁的温度，再从底部出来进入热交换器与管内的热气体换热,气体温度升高到约1800C后从合成塔下部进入塔内加热器，经中心管进入触媒层进行化学反应，生成一部分氨,放出大量的热，反应后的气体从下部出来进入废热锅炉管内与管间的软水换热产生08509MPA左右的蒸汽，气体降低温度后再经热交换器降温后进入水冷排管,由冷却水进一步降温再进入氨分分离一部分氨,出氨分后的气体与补充气混合再进行下一个循环。（2）硝盐工序1）常压硝酸工段工艺流程图图38常压硝酸工段流程图（2）工艺流程说明出废热锅炉的温度为180220的含氮氧化物气体进入气体冷却器（1系统为气氮预热器，2系统为软水预热器），温度降到100150后，进入快冷器，其中夹带的酸雾被分离下来，同时温度降至60以下，进入吸收塔，含氮氧化物气体在吸收塔内依次通过漂白区、氧化区、吸收区，出吸收塔的尾气进入碱吸收工段。为保证成品酸的漂白和吸收塔内一氧化氮充分氧化，故在吸收塔底部设有二次空气加入口，二次空气首先进入吸收塔漂白区，漂白成品硝酸后进入氧化段氧化一氧化氮气体。快冷器中分离下来的稀硝酸放入地下酸槽，用泵打入吸收塔中部第十一层和第十三层和快冷器循环。吸收塔出来的成品硝酸（浓度为3742）大部分送到中和岗位生产硝酸铵产品，另一部分送到两钠后工段去转化亚硝酸钠浓母液。从蒸发表冷器下来的冷凝液经换热器冷却后由泵抽入吸收塔顶部作吸收用水，不足部分由浅除盐水补充。2）加压硝酸工段工艺流程图图39加压硝酸工艺流程图工艺流程说明合成来的液氨经氨蒸发器F501,用蒸汽035MPA加热蒸发为气氨,控制气氨压力10MPA左右进入气氨缓冲罐V501。经过滤器F504A、B过滤,去除油、水杂质,再经气氨加热器E501,用蒸汽加热到110左右。与三合一机组来的一次空气按比例在混合器中充分混合后,进入氧化炉，在铂网触媒的作用下，温度890900条件下，气氨与空气中的氧反应，生成氧化氮气体，高温的NOX气体依次进入尾气再热器E502、空气预热器E503、废锅E504,、铂回收器F509、尾气预热器E505回收热量后，进入快冷器降温至约40，进入吸收塔底部，与上部下来的水（稀酸）逆流接触，NOX气体被吸收生成硝酸（约55的浓度）。硝酸经漂白塔除去氧化氮气体后送入硝酸贮槽。从第二吸收塔T502出来的尾气,经加热器E507、预热器E505和再加热器E502温度升至500520,压力06MPA左右，经膨胀机做功后,再经锅炉给水加热器E508回收热能,尾气温度降低,最后经排气筒S501放空。3）硝酸铵工段工艺流程图图310硝酸铵工段流程图工艺流程说明用100的气氨中和浓度为50的硝酸时气氨和硝酸温度均为108。再通过蒸发和结晶工序，得到硝酸铵成品。用自吸式酸泵将新老硝酸系统送到硝酸贮槽的硝酸打至高位槽，经调节阀流入中和器内筒，经酸喷头向下喷出。由合成氨系统送来的气氨压力为0203MPA，首先通过氨预热器,降低结晶真空气体温度后，经二段蒸发器排出蒸汽预热到6080，蒸发气氨中夹带的液氨，并分离其中的油污、杂质，然后，经调节阀，通过计量后进入中和器内筒，经氨喷头向上喷出。气氨与稀硝酸在内筒进行中和反应，生成硝酸铵溶液。气氨经氨喷头喷出后，先溶解在硝酸铵溶液中，然后，继续上行与硝酸喷头喷出的硝酸反应，在中和器内筒反应后溶液，上行经节液环，旋流溢入外筒与内筒间的环状空间，在此，利用中和反应放出的热量，进行部分蒸发，中和反应产生的二次蒸汽作为一段蒸发器的热源，进入一段蒸发器。由中和器出来的硝酸铵浓度约60，温度约110125，经小分离器流入再中和器，在真空作用下，再中和器中的硝铵溶液被连续抽入一段蒸发器的加热列管内，溶液在管内被管间的蒸汽加热而汽化，生成的蒸汽乳浊液从一段蒸发器上部导出，以较高的速度沿一段分离器的切线方向进入器内，产生旋转运动，由于离心力作用，溶液即被甩到分离器内壁上，并沿壁面流下，一段蒸发后，溶液浓度在7580，温度在8085，然后经分离器下部的溶液管道，连续进入二段蒸发器的管内，被管间蒸汽加热（二段蒸发器采用硝酸废热锅炉和副产蒸汽作为热源），溶液受热而汽化，生成的蒸汽，生成的蒸汽乳浊液由二段蒸发器上部导出，沿二段分离器切线方向进入器内，进行气液分离，分离后溶液浓度在9092，温度在110120经分离器底部溶液管道流入液封槽，然后再溢流到溶液槽。4）两钠工段工艺流程图图311两钠工段流程图工艺流程说明来自14硝酸吸收塔来的尾气，分成两面股。1、3酸吸收塔尾气由1塔底部进入碱吸收系统，依次通过2塔和3塔，与这三塔的循环泵来的碱液逆流接触，经碱吸收后的尾气从3塔顶部出来，由3酸吸收塔的放空管放入大气。2、4酸吸收塔尾气由1塔底部进入碱吸收系统，依次通过2塔和3塔，与这三塔的循环泵来的碱液逆流接触，经碱吸收后的尾气从3塔顶部出来，经过气液分离器分离出其中的碱液后由3酸吸收塔的放空管放入大气。由转化来的尾气分别进入1塔和1塔。由硝酸1系统废废锅后来的富气进入1塔。碱液高位槽来的碱液通过阀门调节后，加入碱循环槽中，以保持各循环槽碱度在指标范围内。各碱吸收塔的碱液分别送入它们各自的循环槽中，3循环槽的碱液可以压入1和2循环槽中，2循环槽中的碱液可以压入1循环槽中，1循环槽中的碱液可以压入2循环槽中，1和2循环槽中的碱液碱度降至05025G/L时，送至亚钠稀母液槽，而碱液可以补入各台循环槽中。系统的碱液流向与系统类似。两钠蒸发岗位将六台蒸发器分为两套系统，1系统蒸亚钠，2系统蒸硝钠，每套系统分别由两台一效蒸发器和一台二效蒸发器构成。1和2高位槽的亚钠稀母液被抽入亚钠二效蒸发器，蒸发至一定浓度的亚钠母液由亚钠溶液泵抽至亚钠一效蒸发器。蒸发合格后放入结晶机，冷却至7080时进行离心分离。合格的硝钠稀母液由硝钠高位槽被抽入硝钠二效蒸发器，蒸发至一定浓度的硝钠母液由硝钠溶液泵抽至硝钠一效蒸发器。蒸发合格后放入结晶机，冷却至7080时进行离心分离。亚钠和硝钠一效蒸发蒸汽由蒸汽总管来，其在一效蒸发器中产生的冷凝水进入闪蒸罐，闪蒸出低压力蒸汽后，去转化塔和中和液槽加热其中的溶液，最后流入1和2热水桶中去溶碱。闪蒸罐闪蒸出的低压力蒸汽去亚钠和硝钠的二效蒸发器作加热蒸汽。一效蒸发器产生的二次蒸汽作为二效蒸发器的加热蒸汽，二次蒸汽在二效蒸发器中产生的冷凝液放入3热水桶中，然后去溶碱，部分未冷凝的气体直接向大气放空。一效蒸发下料阀前后有吹堵蒸汽，移液泵出口管上也设有吹堵蒸汽，蒸发高位槽设有软水管。三台亚钠蒸发器出口管上设有法兰，供酸洗蒸发器时与系统隔离使用。由结晶岗位来的冷却水经管道泵增压后去水力喷射器对亚钠和硝钠二效蒸发器抽真空，水力喷射器出来的冷却水进入水槽后流入硝盐凉水塔。蒸发后的浓母液从蒸发器放入结晶机内，用循环水间接冷却到一定温度后，下料到离心进行分离。结晶机来的浆液放入离心机内，产品由离心机推料器推料到下料斗进行包装，分离得到的一次亚钠浓母液放入2母液槽，二次亚钠母液放入3母液槽，硝钠浓母液放入4母液槽，若母液中NC含量高，硝钠浓母液可通过阀门控制放入含C方桶内。1离心杨生产亚钠一次级品，2离心机生产亚钠二级品，3离心机生产硝钠合格品或等外品。1泵抽2母液槽内亚钠稀母去1高位槽或抽对2溶碱槽循环溶碱，2泵抽2母液槽内亚钠一次母液去2高位槽，3泵抽3枰液槽内亚钠二次母液去转化，4泵抽4母液槽内硝钠浓母液支部和槽并循环至4槽，5泵抽硝钠自负盈亏母液，世界形势含氯方桶内浓母液至3高位槽，供生产硝钠合格品或等外品。1、2、3泵相互备用，4、5泵相互备用。母液槽及方桶内部设有蒸汽保温，硝钠出口管阀后设有蒸汽吹堵管。5）钾盐工段工艺流程图图312钾盐生产工艺流程图工艺流程说明利用复分解法来进行生产。该工艺是一个循环系统，在生产时应先配置硝酸铵和氯化钾等当量溶液作为母液投入循环，整个系统分三个过程。第一个过程为反应和硝酸钾结晶过程，第二过程为氯化铵分离过程，第三过程为硝酸钾结晶过程。在氯化铵分离过程中可采用冷法或热法。先用NA2CO3溶液吸收硝酸生产中的氮氧化物尾气，使其生成NANO2NANO3溶液，用硝酸将其转化为NANO3溶液，经过滤，并蒸发到NANO3600700G/L，送入反应器中，同时徐徐向反应器中加KCL粉末。也可先将KCL粉末溶解在含有NH4NO3的稀热母液中，然后徐徐加入反应器。反应器内设有蒸汽盘管可供加热。为了加速复分解反应进行，并防止NACL固体堵塞反应器，需通空气或设置机械搅拌器搅拌。复分解反应进行4小时，使过程后期温度升至120左右，然后将料浆送入布袋过滤器过滤，并用冷水洗涤NACL滤饼，NACL为副产品。母液连同洗水送入贮槽，此处温度应保持在90以上，以防KNO3结晶，并加入少量NH4NO3以除去其中的NA2CO3、NANO2，生成的气体排入大气。将溶液送入结晶器冷却到2530，析出KNO3结晶，用离心机分离之，母液返回反应器；固体为WKNO39496,WNACL6的粗制品。粗制品用冷水洗涤，然后送入溶解槽用蒸汽冷凝液溶解，并用蒸汽加热，所得溶液送入压滤机除去各种固体杂质，然后送入结晶器再结晶。再结晶的KNO3用离心机分离母液，然后到回转干燥机中用热空气干燥。重结晶产生的母液可回系统使用。（3）吗啉工序工艺流程图图313吗啉工艺流程图工艺流程说明合成单元新鲜液氨经液氨计量罐V1101AB计量，由液氨计量泵送入液氨汽化器E1102A、B汽化，与循环氢混合后进入换热器E1103AB，出换热器的气体经反应预热器预热后，再继续用电加热器E1104ABC加热进入汽化器V1104AB。二甘醇经二甘醇预热器E1101AB进入汽化器V1104AB，再由顶部进入反应器R1101AB进行氨化反应，合成气经E1105AB冷凝冷却后进入汽液分离器V