年产18万吨合成氨30万吨尿素项目改造可研报告

1总论11概述111项目名称、主办单位名称及法人1111项目名称湖北洋丰股份有限公司“1830”工程1112主办单位湖北洋丰股份有限公司1113企业性质有限责任公司1113企业法定代表人赵思俭112项目建议书编制的依据和原则1121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）。1122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。113项目提出的背景、投资必要性和经济意义1131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12亿元，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。1132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15万多吨。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。1133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862米，负1000米以浅总储量为348亿吨，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200000M2。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。114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。12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/A203尿素万T/A30二产品方案1尿素万T/A302甲醇万T/A20三年操作日天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/H8002平均用水量M3/H7602供电1设备容量KW752622用电负荷KW634513年消耗量KWH4571083供汽1最大用汽量T/H8182平均用汽量T/H5091六三废排放一合成氨装置1废气NM3/H1497602废水M3/H3430处理后循环使用（3）废渣T/H968二尿素装置1废气NM3/H29X1052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668571建设投资万元644112固定资产投资方向调节税万元03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23122投资利税率28323资本金净利润率54914全投资投资回收期年432所得税前年525所得税后5全投资内部收益率2807所得税前2112所得税后6自有资金内部收益率30567盈亏平衡点45588人民币全部贷款偿还期年506（含建设期15年）2市场预测21该工程产品熔融尿素作为复合肥的原料。22产品价格的分析221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199517520817022015002000199616520018021011501800199711517013517512001400199880958010411001300199962707085900110020007013075104900120020017511595115900120020028512010512510001300200313015514016012501400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120150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15001800元/吨之间。本次可研尿素价格取1600元/吨。222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138165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1012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85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230240美元/吨，2001年下半年价格有所回落，但仍在210220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25002600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。19981999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18002000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18002000元/吨。2003年3月甲醇价格受国际局势的影响，上升到22002400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31产品方案产品20万吨/年甲醇30万吨/年尿素32生产规模321总氨20万吨/年其中合成氨18万吨/年甲醇20万吨/年322尿素30万吨/年323年操作天数300天33产品、中间产品的质量指标农用尿素产品应符合国家标准“GB24402001”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463463463缩二尿重量0910154水份重量0505105粒度085280MM重量909090液氨应符合国家标准GB53688指标指标名称优等品一等品二等品氨含量999998996残留物含量01重量法0204油含量MG/KG5（重量法）水分01铁含量MG/KG1甲醇产品应符合国家标准工业甲醇GB33892指标序号项目优等品一等品合格品1色度铂钴,号5102密度20,G/CM307910792079107933温度范围（0，101325PA）6406554沸程包括64601,081015高锰酸钾试验,MIN503020水溶性试验澄清水分含量,010015酸以HCOOH计,000150003000050碱以NH3计,000020000800015羰基化合物以HCOH计含量,000200050010蒸发残渣含量,0001000300054工艺技术方案41工艺技术方案的选择411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56亿立方米，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1254亿立方米，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088元/立方米（其中天然气066元/立方米、管输费022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237亿吨。宁东煤田含煤面积3500平方公里，已探明地质储量27314亿吨，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。412合成氨工艺技术方案的比较和选择4121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13001400，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（COH2）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14001500，碳转化率达99，有效气体（COH2）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、FSN21/2。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3600、3000、2800、2600等等，相比较来说，从投资方面3000以上的造气炉是2600系列的煤气发生炉的2倍以上，但制气能力只有2600系列的15倍以下，经济上是不合理的。而2600系列（包括2610及2650和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、效率高等优点。公司现有20台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。4122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04G1G/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。4123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。4124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（2800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21MPA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15左右，CO变换过程中汽气比很小，大约为038。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100200。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消饱和热水塔。4125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00501PPM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。4126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。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MPA2727272727吸收温度703805553540原料气中CO2V26282628343626282628净化气中CO2V010102010201020102溶液吸收能力NM3/NM3CO220249122118消耗定额蒸汽T/TNH3180112电KWH/NH3501061257068水T/TNH31966015748氮氢损失NM3/1000NM3CO21214102212冷冻量106KJ0352化学原料KG/TNH3040502502002投资对比148113211314综合能耗KJ/TNH3106584137514848910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。4127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05MG/NM3，然后用转化吸收型活性炭催化剂精吸收到01MG/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。4128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03左右脱碳系统净化度要求高脱碳出口CO2含量在02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50200PPM，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COCO2的含量在200M，出高压烷化系统气体中COCO2的含量仅在03M。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COCO2的含量仅在200PPM。吨氨气体中气体中仅增加0468NM3/TNH3，氨合成系统吨氨放空量增加260NM3/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260NM3/TNH3的放空气中有168NM3/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。4129氨合成目前国际上氨合成向低压方向发展，由七十年代的145MPA，降低到100MPA，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TOPSE公司的TOPSE200、TOPSE250、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J冷激型、J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200260MPA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GCR301Y型1600三轴一径催化剂自卸结构，净空高18M，催化剂装填量27M3。GCR301Y型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5060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4050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06MPA的压降范围之内。氨合成塔催化剂总量的336为径向段催化剂，径向段催化剂全部装填2233MM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6585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。GCR301Y型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2065，一般在0406MPA，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（2233MM）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12。（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1530，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之内。41210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0607MPA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2030。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300500T/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。41211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98999990998095产品氢回收率708590966585操作压力MPA08282510P入/P出2510P入进口压力P出渗透压力投资年回收率14281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。41212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