20万吨尿素生产工程项目立项申请报告（可编辑）.doc

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1、20万吨尿素生产工程项目立项申请报告 目 录1 总 论111 概述112 研究结论42 市场预测分析721 2006年氮肥市场回顾722 2007年氮肥市场展望113 生产规模和产品方案1331产品方案1332产品质量标准1332 生产制度134 工艺技术方案1441 现有设备概况1442工艺技术方案1743 主要消耗3544 自控技术方案365 原料辅助材料及燃料的供应3851 主要原材料燃料辅助材料的需求量3852 水电汽小时需用量386 建厂条件和厂址方案3961 建厂条件3962 厂址方案417 总图运输储运和土建4271 总图运输4272 储运4373 外管4374 土建448 公用

2、工程方案和辅助生产设施4881 公用工程方案4882 辅助生产设施669 服务性工程与生活福利设施以及厂外工程6710 节能节水68101 节能68102 节水6911 消 防70111工程概况70112设计依据70113消防投资7412 环境保护75121环境现状75122设计采用的环境保护标准7512 3本工程排放的主要污染物及污染源76124污染物初步控制方案77125绿化概况79126环境监测79127 环保投资概算7913 劳动保护与安全卫生80131设计依据80132设计采用的安全卫生标准80133工厂现有安全卫生概况81134工艺生产的特点及生产过程中危害因素的分析81135安全

3、卫生技术措施效果87136安全卫生机构设置及人员配备87137安全卫生投资概算8714 组织机构与人力资源配置89141组织机构89142人力资源配置8915 项目实施计划90151项目实施规划编制说明90152 建设周期规划9016 投资估算与资金筹措92161 投资估算92162 资金来源9317 财务评价94171 财务评价原则94172 总成本费用估算94173 投产初期的生产计划建议95174 产品销售收入和销售税金及附加95175 利润估算及分析95176 项目清偿能力分析96177 不确定性分析9718 社会评价和风险分析99181 社会评价99182 风险分析9919 研究结论

4、101191 综合评价和结论101192项目存在的问题及建议101附图1 总平面布置图 2 水量平衡图 3 全厂供电系统图 4 原则性热力系统图 1 总 论11 概述 项目名称尿素 主办单位化工有限责任公司 法人代表111 可行性研究编制的依据和原则1111 编制依据a宁夏某化工有限责任公司提供的相关资料b国家相关法律法规文件1112编制原则a采用高新技术改造传统工业即采用合成氨工业清洁生产新工艺在老装置上进行技术改造合理利用资源降低能耗重点进行污染物治理促进技术进步实现氮肥工业的可持续发展b将节能降耗做为企业发展的重要课题切实做好节能工作c从实际出发节约投资充分利用原有设备和装置d设计中积极

5、改进工艺减少三废排放尽量综合利用搞好三废治理贯彻国家的环保三同时原则e本可行性研究报告编制内容和深度按中国石油和化学工业协会中石化协产发30676号文发布的化工投资项目可行性研究报告编制办法进行112项目提出的背景投资必要性1121 项目提出的背景宁夏某化工有限责任公司是2005年9月始由集团有限公司宁夏某化工有限责任公司位于公司占地面积2008万平方米建筑面积15万平方米现有员工829人各类专业技术人员195人其中高级工程技术人员人中级职称技术人员48人宁夏某化工有限责任公司始建于19年经过年的不断发展公司注重优势产品的生产以及节能降耗注重建设受人尊重的和谐企业一年半以来通过二次年度大修和加

6、强管理企业较以前有了很大的进步生产能力有了很大的提高企业发展步入了良性轨道 1122 项目建设的必要性投资必要性宁夏某化工有限责任公司主产品为尿素其装置中主要设备均有富余因此尿素装置有挖潜空间如能充分发挥其能力将产量做大则产品的单耗将下降成本将下浮企业将有更大的余力应付WTO的挑战这样的挖潜所需的投入是比较少的尿素市场有容量虽然其价格受国际市场价所左右但表现在销售上困难不大加上本省受原料制约及企业管理等问题所拖累的大中型尿素厂严重开工不足及停产则本省尿素市场空间将更大宁夏某化工有限责任公司是迅速发展上升的企业保留了很多原有的优良传统加上现代化企业的运作则按市场经济规律来说适者生存是必然的这也就

7、是进行本工程建设的最大必要性了建设本工程的经济意义建设本工程有利于占领市场和保证农业生产的丰收本工程的建设有利于调整氮肥品种的结构即提高氮肥产量中尿素的比重建设本工程是企业发展做强做大兴旺发达的基础工作113 研究范围装置范围 合成氨装置总氨能力13万吨年万吨年 尿素装置尿素产量20万吨年万吨年 全厂公用工程及辅助设施 1 总图运输2 给排水3 全厂循环水装置 4 污水处理热电站及蒸汽系统 全厂外管 原料煤及燃料煤 产品贮运系统12 研究结论本项目建成后项目总投资收益率11投资利税率1311税前财务内部收益率1526税后财务内部收益率1079税前投资回收期 含建设期 623年税后静态投资回收期

8、 含建设期733年均优于行业基准指标从财务的角度看该项目是可行的表1- 主要技术经济指标序号项目名称单 位数 量备 注1生产规模合成氨104ta5新增能力尿素104ta7新增能力合成氨总能力104ta13尿素总能力104ta202年工作日天3003主要原料用量原料煤104ta85本期工程增加用量104ta255本期工程增加用量4公用动力消耗量41供水量m3h循环水用量m3h造气循环水m3h1260全厂42供电设备容量kW用电负荷kW年耗电量104kWh43供汽5三废排放量51废气造粒塔顶排104m3h2造气炉吹风气104m3h96锅炉烟气104m3h1725全厂尿素排气筒尾气m3h45052废

9、水解吸废液m3h14深度水解处理造气污水m3h10循环使用53废渣造气炉渣104ta26锅炉灰渣104ta1296外售作建材活性炭脱硫剂ta10填埋6运输量104ta其中运入量104ta 运出量104ta7全厂定员本期工程所需人员由工厂内部调剂解决8厂区占地面积104m2本期工程不需征地9本工程新增建筑面积m2全部为生产车间建筑工程项目总资金万元21059321建设投资万元20059122建设期利息万元20523流动资金万元795报批项目总投资万元2050282其中铺底流动资金万元2385年销售收入万元146135正常年成本和费用万元1年均总成本费用万元11560122年均经营成本万元9686

10、96年均利润总额万元221124息税前利润EBIT万元231639年均销售税金及附加万元4999年均增值税万元49989财务分析盈利能力指标1投资利税率13112总投资收益率113投资回收期所得税前年623所得税后年7334项目财务内部收益率所得税前1526所得税后10795项目财务净现值Ic 9所得税前万元603185所得税后万元164537 6资本金内部收益率1141借款偿还期含建设期年42 市场预测分析21 2009年氮肥市场回顾211 2009年氮肥行业景气度分析据统计2009年551家氮肥生产企业实现销售收入1395亿元同比增长158利润总额约97亿元同比下降27行业平均利润率为70

11、低于2005年的83212 2009年氮肥行业成本及利润2009年中国氮肥生产用的煤炭天然气电价都有所上涨加上运费的上涨2009年以天然气为原料的尿素企业成本上涨100120元t以煤为原料的尿素企业成本上涨7080元tABC生产成本上升2040元t但由于尿素出厂价仅上涨6075元t而ABC出厂价下跌了1035元t导致2009年氮肥企业利润率下降213 2009年氮肥市场分析BOABC预计2009年中国氮肥市场将继续保持产销两旺供过于求的状况将继续加大价格高位走低行业景气度显著下降20052009两年整个尿素产能增加了6 Mt以上实物量下同导致尿素产量连续以3 Mta以上的速度增长而征收30的高

12、额出口税又使得至少3 Mta的出口尿素转入国内市场使得供给增长大于需求增长国内市场由供给偏紧转为供过于求2009年年末中国氮肥库存已经达到952 Mt折纯同比提高132库存消费比达到266由于市场转为供过于求使得氮肥企业在生产成本仍然增长的情况下产品售价却大多出现下降从而导致了行业景气度的下降214 2009年氮肥产量2009年中国氮肥在产能扩大国内工农业需求依然强劲价格依然保持高位的情况下企业生产的积极性依然较高带动了氮肥产量继续增长预计全年氮肥产量为374 Mt折纯同比增加42其中尿素产量占氮肥总产量的597ABC产量占氮肥总产量的200复合肥中氮素产量占氮肥总产量的120氮肥品种分布见图

13、图 2009年氮肥分品种比重215 2009年氮肥进出口2009年中国氮肥进口量为654 kt折纯进口量不含氨进口量同比下降145而且87的氮肥进口为复合肥单一氮肥的进口量仍然不大约86 kt折纯其中尿素进口量仅38 kt实物量同比下降471硝铵进口量为53 kt实物量同比下降3592009年中国氮肥出口量同比增长出口量约115 Mt折纯同比增长89其中尿素出口量为137 Mt实物量同比下降了130216 2009年氮肥消费2009年中国氮肥消费量约为358 Mt折纯下同同比增长672009年中国气候条件比较有利于农业生产农作物播种面积继续扩大工业尿素消费量继续以10以上的幅度增长这些是带动中

14、国氮肥消费增长的主要原因217 2009年尿素市场回顾2171 2009年尿素产量在需求拉动政策鼓励和价格刺激作用下尿素生产企业的积极性依然较高使得2009年尿素产量同比增幅达到91全年产量预计为2233 Mt折纯实物量为4854 Mt2172 2009年尿素消费2009年中国农业和工业尿素需求仍然旺盛尿素总消费继续保持较大幅度增长预计全年消费量约205 Mt折纯实物量为4457 Mt同比增长1172000年以来中国工业用尿素需求年均增速在10以上其应用领域也有一定拓展包括人造板用胶三聚氰胺AC发泡剂陶瓷涂料医药等2009年中国人造板产量达6771104 m3同比增长22脲醛树脂胶使用量约为4

15、4 Mt消耗尿素超过3 Mt实物量下同同比增长了22国内三聚氰胺产量约为350 kt消耗尿素约11 Mt再加上其他工业消耗约1 Mt工业用尿素总消耗量在5 Mt左右占全国尿素总产量4337 Mt的10左右2173 2009年尿素价格走势2009年中国尿素平均出厂价约1646元t同比分别上涨42平均零售价约1825元t同比分别下降1822 2010年氮肥市场展望221 2010年氮肥市场趋势预测BOABC预计2010年整个氮肥生产供过于求的状况将继续加重价格仍将高位走低售价提高难以弥补成本上涨行业景气度将继续下降企业将面临成本上涨和价格下降的双重压力氮肥行业是受中国取消化肥生产优惠政策影响最大的

16、行业将导致2010年尿素生产成本上升100150元t但是在20052010年中国尿素产能增长累计达到12 Mt以上实物量和仍将限制出口的情况下2010年国内氮肥可能供过于求尿素等氮肥出厂价将很难突破2005年的历史高位222 2010年氮肥产量预测尽管氮肥景气度下降较快但是2005年以来尿素新增产能的快速增加将导致2010年中国氮肥产量继续增长据不完全统计20052010年中国尿素产能增加总量将达125 Mt而且磷铵生产能力也在快速增长因此预计2010年中国氮肥产量仍将继续增长BOABC预计2010年中国氮肥的产量可能会达到39 Mt折纯下同同比增长43其中尿素产量将达到24 Mt同比增长约7

17、5223 2010年氮肥进出口预测由于中国即将推行化肥流通体制改革和计划继续对尿素出口征收出口税在国际油价会落地的情况下中国尿素出口的成本优势将进一步降低但大型企业仍具有较高的国际竞争力考虑到国内市场供过于求的状况将加重预计这些有竞争力的企业将会扩大出口因此预计2010年中国尿素出口量将高于2009年初步预计为2 Mt实物量考虑到AS氯化铵出口的增长预计2010年中国氮肥总出口量高于2009年预计2009年氮肥出口总量约16 Mt 折纯 同比增长396在国内生产供过于求状况加重和国产尿素在国内市场比较优势明显基本占据着100国内市场的情况下预计2010年中国进口尿素仍将在100 kt实物量下同

18、以下而且预期DAP进口量也将下降预计氮肥总进口量将低于2009年224 2010年氮肥消费预测由于政府继续重视粮食生产继续加大粮食生产补贴和农资补贴力度加之2009年种植收益和粮价有所提高预期2010年农民的农业投入积极性仍将较高同时工业尿素用量将继续增长因此BOABC初步预计2010年中国的氮肥消费将保持增长预计2010年氮肥消费总量将为375 Mt折纯下同同比增长48其中尿素的消费量将达到225 Mt同比增长约983 生产规模和产品方案31产品方案序号项 目单 位现 有生产能力本工程增加生产能力建成后总生产能力1合成氨104ta85132尿 素104ta1372032产品质量标准品 种标

19、准主 要 指 标合成氨GB536-1988一级品含NH3998 含油水02尿 素GB2440-1991优等品含氮总量干基计463 缩二脲09 水分05 粒度 08525 9032 生产制度 按全年300天 每天24 小时4 工艺技术方案41 现有设备概况411 合成氨表-1 现有主要设备表序号工段设备名称型号规格单位数量备注1锅炉沸腾炉循环流化床锅炉20th75th台台112原料煤棒挤压机MBJ210Q 4000kgh台855kw3造气煤气发生炉气 柜鼓风机洗气塔DN2260DN2400V 5000m39-19-13NO9D9-19-11NO9DDN420010800DN3400台台台台台台台

20、2131331155kw55kw125kw125kw4脱硫静电除焦器萝茨风机脱硫塔再生槽脱硫泵DN3000 YD-6D3680-5000R604N 231m3minLG480DN2200DN1800DN5300DN4500DN4600DN3800IH200150315IH1501253156BA8台台台台112431111212280KW130KW45KW22KW5变换中变炉低变炉饱和热水塔主热交热水泵DN320014000DN3400DN260018000DN200022735DN180023882DN14009585 F 497m2DN13009749 F 300m2100R80R台台台台

21、台台台1111113250KW11KW6压缩氢氮压缩机L33-17320M73314H224A-165314台1431320KW1250KW 2500KW7脱碳脱碳塔气提塔洗涤塔气提风机罗茨风机脱碳泵DN260036798DN36034600DN1600213009-19NO112DL601200D128台台台台台台11123345KW70KW440KW8变换气脱硫变脱塔变脱塔脱硫泵DN240017000DN240015000150D303台台台11475KW9双甲甲醇塔甲烷化塔水冷器循环气加热器热交换器循环机水洗泵DN80015770DN80015770F 200 m2F 196 m2F 6

22、0 m22DZ8-23120-1403W-6BT2台台台台台台台1122132180KW37KW10合成合成塔冷 交废热锅炉氨冷器循环气加热器循环机DN80015683DN60011617F 216 m2F 81 m2 DN1000 F 70 m2DN1600 F 46 m2 35 m2 F 240 m2F 85 m2DN700 F 327 m2F 92 m22DZ55-18-2853202DZ55-14-2853202Z24-08285-320台台台台台台台台台台台台台1111111111321180KW140 KW95 KW11冷冻冰机液氨贮槽8AS17 LG20A200ZV 100 m3

23、台台台32419025015吹风气回收燃烧炉旋风分离除尘器余热锅炉软水加热器空气余热器鼓风机引风机DN5200DN4000Q42950-15-1-272809-26 71DY4-37 16D台台台台台台台111112175KW110KW412尿素部分序号车 间装 置 名 称套 台 数1合成1200尿素合成塔系统V 20m322CO2压缩M-56206 CO2压缩机 710kw23高压泵房20m3h液氨泵 132kw212 m3h一甲泵 90kw24 m3h二甲泵 4kw24 m3h氨水泵 4kw24分解蒸发DN1100一段分解塔系统1DN700二段分解塔系统1DN1100一段吸收塔系统1氨冷器

24、3DN1000一段蒸发分离器1DN1200二段蒸发分离器16造粒及包装DN9m造粒塔系统2尿素包装贮运系统142工艺技术方案本工程为前期工程的挖潜改造因此工艺技术路线不作原则性变更其中合成氨部分主要为挖潜填平补齐尿素部分主要为在采用均温型合成塔内件基础上的配套挖潜及填平补齐421合成氨装置本工程为填平补齐工程合成氨仍采用原有工艺路线基本思路为基本利用原有设备形成一套完整的合成氨系统能力为5万吨年总氨以下简称1利用部分原有设备主要为新上设备形成一套能力为8万吨年总氨能力的系统以下简称2基本流程为固定层煤气炉间歇造气栲胶法半水煤气脱硫往复式氢氮气压缩机加压压缩机二段出口去变换变换气湿法栲胶法脱硫压

25、缩机三段出口去碳丙脱碳1变压吸附脱碳2压缩机五段出口去双甲1醇烃化2压缩机六段出口最后得到的氨4211造气宁夏某化工有限责任公司合成氨装置造气部分采用以煤为原料固定层煤气炉间歇气化法制取半水煤气主要流程为吹风气经旋风除尘器除尘后进吹风气余热回收装置副产蒸汽后放空半水煤气经旋风除尘器除尘后进洗气塔降温除尘后进气柜由于半水煤气的显热没有经过充分回收这样既浪费了能量又多消耗了冷却水不太合理本次工程造气部分须作相应改造1下造气新增煤气炉DN2400一台套新增显热回收器及洗气塔3套每四台造气炉共用一套半水煤气经过旋风除尘后进显热回收器回收热量副产蒸汽及过热蒸汽然后经过洗气塔冷却降温入气柜原有鼓风机风量小

26、风压低不利于强化生产降低消耗淘汰原有风机新上D400-21空气鼓风机3台整个控制系统采用微机油压控制系统2上造气新增DN2650煤气炉4台套显热回收鼓风机相应改造新增主要设备一览表序号设备名称规格及型号数量单位重量备注1造气炉DN26504台2DN24001台12旋风除尘器DN20005台利旧15台3热回收器LRG10005台4洗气塔DN20005台5空气鼓风机D400-21Q 400m3minP 2500mmH2O5台220KW6气柜VN3000m31台改造4212 吹风气回收 公司现有一套吹风气回收系统配下造气1基本能走扩建后8台造气炉的吹风气回收用需新上一套吹风气回收系统以满足上造气2扩

27、建后12台造气炉的吹风气回收吹风气回收流程简述由造气送来的吹风气与两气回收来的废气分别送入中燃式燃烧炉燃烧后获得的高温烟气直接进入余热锅炉在锅炉中高温烟气先后经过蒸汽过热段蒸发段及软水加热段之后通过空气预热器进一步回收烟气余热后经引风机排至烟囱放空锅炉出口382MPa420的蒸汽送去发电机组发电后进入全厂蒸汽管网新增主要设备一览表序号设备名称规格及型号数量单位重量备注1燃烧炉DN6200DN55001台2余热锅炉Q705900-25-3824501台3空气预热器160021台4引风机Y4-73NO16D1台132KW5空气鼓风机9-19NO125D2台110KW4213脱硫宁夏某化工有限责任公

28、司原有两套半水煤气脱硫装置大部分设备偏小能力没有办法扩大现考虑用原来两台DN2800碳化塔改造做1系统的脱硫塔和冷却清洗塔以此为基础组成1脱硫系统同时新上2脱硫系统工艺流程不变可以考虑同时采用栲胶脱硫工艺脱硫工段主要设备一览表序号名 称规格型号数量材料备 注1脱硫塔DN480031000内装填料330m31台碳钢2变脱塔DN260024900内装填料75m31台碳钢3精脱硫塔DN240014740内装精脱硫剂36m32台碳钢4精脱硫净化塔DN240012590内装精脱硫剂20m31台碳钢5脱硫泵Q 300350 m3h3台6变硫泵Q 4050 m3h2台7喷射再生槽DN6700DN5500 附

29、喷嘴12个1台碳钢8栲胶制配系统DN300065001套碳钢9熔硫釜DN100056002台不锈钢4214压缩宁夏某化工有限责任公司现有M-73314型氢氮压缩机3台H224A-165314型氢氮压缩机1台上述二种机型合计能力可以达到5万吨年合成氨以上压缩机可做为1系统压缩机公司另有L33型氢氮压缩机14台这种压缩机生产能力小设备陈旧能耗高与大机并机困难因此是早该淘汰的机型本次工程拟全部淘汰L33型压缩机新上3台6M32型氢氮压缩机形成2压缩系统总生产能力达到8万吨年合成氨这样既降低了能耗又满足了生产要求新增主要设备一览表序号设备名称规格及型号数量单位重量备注1压缩机6M32-1853143台

30、3100kw4215 CO变换目前国内中小氮肥厂变换工艺大致有中温变换中串低全低变中低变几种其中全中变及中串低因蒸汽消耗高或流程长等原因已逐步淘汰全低变由于蒸汽消耗最低且由于反应温度低能显著减小换热器的面积节省设备投资因而被不少厂家采用但全低变工艺对原料气水和蒸汽的品质要求高管理水平也要相应跟上因此许多厂家由于种种原因付出了不小的代价主要是触媒寿命大大缩短而低变触媒价格昂贵因而影响了经济效益中低低变换工艺是在吸收中串低和全低变的优点的基础上结合我国的实际管理水平而发展起来的它与全低变工艺相比蒸汽消耗稍有上升但克服了全低变工艺在生产中的难题达到了稳定生产降低消耗的目的公司现有两套变换装置能力满足

31、不了本工程的需要考虑将现有装置整合成为一套年产5万吨合成氨能力的1装置新上一套年产8万吨的中中低低变换工艺装置新上变换系统的主要设备选型见下表表 变换工段主要工艺设备一览表序号名 称规格型号数量材料备 注1中变炉DN420012970内装B112中变触媒48m31台碳钢2低变炉DN400013920 低变触媒28m31台碳钢3主热交换器DN160011100列管式换热面积480m21台4一段冷却器DN13006773管壳式换热面积80m21台不锈钢碳钢5二段冷却器DN13006773管壳式换热面积100m21台不锈钢碳钢6一水加热器DN13008674管壳式换热面积200m21台不锈钢碳钢7二

32、水加热器DN130010575管壳式换热面积158m21台不锈钢碳钢8变换气冷却器DN130010575管壳式换热面积260m21台不锈钢碳钢9饱和热水塔DN200022001台碳钢10热水泵Q 190200 m3h1台11冷凝水泵Q 100m3h1台4216脱碳42161 概述化工有限责任公司有一套6万吨年合成氨能力的碳丙脱碳装置运行良好可满足本工程一套系统要求本次技术改造需要新增8万吨年合成氨能力的脱碳装置现就脱碳装置工艺方案的确定情况介绍如下目前脱碳方法可以大致分为溶剂吸收法和变压吸附法两大类1溶剂吸收法脱碳溶剂吸收法是传统的脱碳方法分为物理吸收法和化学吸收法在我国吸收法已在合成氨厂变换

33、气脱碳工艺中广泛使用物理吸收的原理是通过交替改变二氧化碳和吸收剂通常是有机溶剂之间的操作压力和操作温度实现二氧化碳的吸收和解吸从而达到分离处理二氧化碳的目的在整个吸收过程中不发生化学反应因而消耗的能量要比化学吸收法要少通常物理吸收法中吸收剂吸收二氧化碳的能力随着压力增加和温度降低而增大反之则减小物理吸收法中常用的吸收剂有碳酸丙烯酯甲醇乙醇聚乙二醇及噻吩烷等高沸点有机溶剂目前工业上常用的物理吸收法有Fluor法Rectisol法Selexol 法等南京化学工业公司集团研究院于 80 年代初开发成功一种较为先进的脱碳技术NHD法它与国外的Selexol工艺类似只是二者所用溶剂的组成不同NHD是一种

34、优良的物理吸收溶剂溶剂的主要成分是聚乙二醇二甲醚的同系物它具有沸点高冰点低蒸汽压低对H2S和CO2及COS等酸性气体有很强的选择吸收性能脱除二氧化碳效率在物理吸收法中较高物理吸收法由于CO2在溶剂中的溶解服从亨利定律因此仅适用于 CO2分压较高的条件化学吸收法是使原料气和化学溶剂在吸收塔内发生化学反应二氧化碳进入溶剂形成富液富液进入脱吸塔加热分解出二氧化碳吸收与解吸交替进行从而实现二氧化碳的分离回收目前工业中广泛采用热碳酸钾法和醇胺法这两种化学吸收法热碳酸钾法包括苯非尔德法砷碱法卡苏尔法等以乙醇胺类作吸收剂的方法有 法一乙醇胺 法二乙醇胺及 甲基二乙醇胺法等2变压吸附脱碳变压吸附PSA技术是近

35、30 多年来发展起来的一项新型气体分离与净化技术1942年德国发表了第一篇无热吸附净化空气的专利文献60年代初美国联合碳化物公司首次实现了变压吸附四床工艺技术的工业化由于变压吸附技术投资少运行费用低产品纯度高操作简单灵活环境污染小原料气源适应范围宽因此进入70年代后这项技术被广泛应用于石油化工冶金轻工及环保等领域3变压吸附脱碳技术和溶剂吸收法脱碳的对比 吨氨消耗吸附剂017kg每公斤吸附剂单价为8元吨氨消耗碳丙10kg每公斤碳丙单价为10元吨氨消耗NHD溶剂03kg每公斤NHD溶剂单价为16元吨氨消耗MDEA溶剂02kg每公斤MDEA溶剂单价为16元 循环水单价按015元t计 电费按035元k

36、Wh计 工艺技术指标比较 吨氨综合运行费用比较4 通过比较认为变压吸附法相对其他的方法有着巨大的优势因此本工程确定采用42162装置流程简述变压吸附脱碳装置采用两段变压吸附工艺通常称为提纯段和净化段该技术的主要特点为1在提纯段没有任何动力设备的条件下直接获得纯度为985以上的产品二氧化碳改变了传统变压吸附脱碳方法需要用纯度为985以上的产品二氧化碳去置换和顶替绝大部分吸附剂吸附的比二氧化碳吸附力弱的气体以及床层死空间中的一氧化碳甲烷氮氩及氢气以达到提纯产品二氧化碳的目的既节省产品二氧化碳升压机和产品二氧化碳循环的电耗又提高产品二氧化碳的回收率2当吸附床层达到饱和吸附剂需要再生时在提纯段和净化段

37、均采用吹扫再生的方法取代了过去用真空降压解吸再生整套装置运行设备仅有驱动程控阀门的液压油泵22KWh台既节省真空设备投资又大幅降低装置电耗降低装置运行成本提高企业的经济效益3具体方案如下提纯段采用25台吸附塔多次均压工艺流程当合成氨变换气在高压下通过提纯段吸附塔时水汽有机硫无机硫二氧化碳依次优先被吸附出提纯段的中间气去净化段当吸附剂饱和时停止吸附通过多次均压降一方面将吸附剂吸附的二氧化碳解吸出来顺着吸附方向去置换和顶替吸附剂吸附的比二氧化碳吸附力弱的气体增加床层死空间中的二氧化碳浓度另一方面充分回收床层死空间的氢氮气将吸附床层内二氧化碳浓度富集到985以上均压结束后通过自然降压和吹扫将吸附床层

38、内高浓度二氧化碳送至产品二氧化碳缓冲罐净化段采用13台吸附塔多次均压工艺流程当提纯装置出口中间气通过净化段吸附剂时二氧化碳被吸附出净化段的合格净化气去下一工段当吸附剂饱和时停止吸附通过多次均压降一方面将吸附剂吸附的二氧化碳解吸出来顺着吸附方向去置换和顶替吸附剂吸附的比二氧化碳吸附力弱的气体增加床层死空间中的二氧化碳浓度另一方面充分回收床层死空间的氢氮气均降后吸附床还有一定压力进行顺放顺放结束后进行逆放一部分逆放气进缓冲罐送至提纯段作为二段升压气回收一部分逆放气送至提纯段作为吹扫气当吸附床为常压时用顺放气将吸附剂吸附的二氧化碳吹扫出来吹扫气返回提纯段回收4本方案特点由于本脱碳工艺技术方案采用目前

39、最先进的变压吸附脱碳技术提纯段吸附塔采用了恰当的工艺步骤使得提纯段吸附剂靠自然解吸和利用二段气吹扫从而使整个装置不需要动力设备此外本脱碳工艺技术方案净化段吸附塔经过多次均压降后吸附塔中的气体还有一定压力并没有像以前那样放一部分回气柜或压缩机而是返回到本装置的提纯段加以回收即整个净化段没有任何气体放空回收的气体分两部分第一部分为顺放气体第二部分为逆放气体在保证净化气中二氧化碳小于02的前提下本脱碳工艺技术方案是能耗最低的方案 主要设备一览表 4217净化 本公司原有净化装置分别为双甲工艺和铜洗工艺各一套能力不能满足扩建后的需要本次改造基本思路是双甲工艺装置不变成为1系统新上醇烃化精制工艺的净化系

40、统一套成为2系统目前国内合成氨厂生产过程中对原料气精制的方法主要有铜洗法深度变换甲烷化法双甲工艺精制法醇烃化精制法是双甲精制的升级技术将甲烷化镍系催化剂改为醇烃化铁系催化剂形成联产甲醇醇烃化精制流程醇氨比可以在13至120之间调节装置操作灵活性大大提高烃后气体COCO210ppmCOCO2大部分生成了醇类物和碳氢化合物在常温冷凝成为液体生成甲烷很少从而进入氨合成系统的CH4大大减少即减少了合成驰放气放空量降低了吨氨原料气消耗醇烃化精制流程与传统的铜洗流程和深度变换甲烷化流程比较有明显的优势原料气精度高操作简单运行稳定消耗低工作环境清洁42171 醇烃化工艺与传统铜洗方案的比较 醇烃化工艺与铜洗

41、工艺的消耗指标比较见下表 醇烃化与铜洗消耗比较表项目名称单价铜 洗醇 烃 化备注吨氨消耗运行费元吨氨消耗运行费元自用氨158kg120电解铜22021kg4620冰醋酸502kg100蒸 汽008350280电05623kwh31151162kwh581循环水01525t375171t257烃化触媒2000032kg064醇化触媒3500036kg126合计8252902从上表可以看出醇烃化工艺比铜洗法吨氨消耗成本下降735元吨氨因此醇烃化工艺与传统流程有明显的优势42172 醇烃化工艺流程简述 130MPa的脱碳气经油分离器后通过醇化预热器提温至160180进入醇化塔经塔内换热器加热至210

42、230醇化反应后气体升至250左右再进醇化预热器与原料气换热降温后进醇化水冷器进一步降温至40进入醇分离器醇分后 COCO2降至0103醇后气经烃化预热器从烃化塔下部进入下部换热器提温至220240经下部换热器与醇后气体换热降温出烃化塔此时 COCO2降至10ppm以下烃后气经烃化预热器烃化水冷器烃化氨冷器降温到58左右进入分离器分离水液态烃等物后送入氨合成系统42173主要设备选型 本工程主要工艺设备选型见下表表 醇烃化装置主要工艺设备一览表序号名 称规格型号数量材料备 注1甲醇化塔DN1000 H 160002台碳钢2甲醇化预热器DN600 H 80002台碳钢利旧设备改3甲醇化水冷器DN1200 L 6000 F 180 m22台碳钢4甲