【正文】 確定合理參數：吸收溫度 5℃，高壓閃蒸壓力 。 106 kcal/tNH3) 4 — 18 由上面的比較表可知， NHD 法溶劑無毒，能耗較低，不但其技術、設備、溶劑可全部國產外，而且投資較低溫甲醇洗低，而低溫甲醇洗，需引進技術、部分設備。 106 kcal/tNH3) MDEA 1000 t/d 天然氣 MDEA水 閃蒸 +氣提 蒸汽 (179。 106 kcal/tNH3 SeleSelexol 500 t/d 渣油 1ppm % PEC 閃蒸 +氣提 合計 :48 合計 :50 179。 106 kcal/tNH3 NHD 脫硫脫碳 48t/d 煤 % NHD 空氣氣提 脫S: 脫 C: 合計 : 脫 S: 脫 C:0 脫 S: 脫 C: 合計 : 179。 幾種常見的凈化方法比較見表 442。運行實踐表明，該方法具有不需要蒸汽再生，能耗低，吸收能力大，凈化度高，溶劑無毒，對設備無腐蝕等優(yōu)點。 NHD 法是我國自行開發(fā)的一種物理吸收新技術。該法在國內大、中、小化肥廠已有采用，數量不多。 碳酸丙烯酯法為物理吸收法，溶劑再生時不耗熱量，但據現已投產的數家小尿素廠反映，凈化氣中二氧化碳凈化度不佳，必須配置中壓氨洗造成氨耗高，能耗大。其優(yōu)點是技術成熟、經驗豐富、溶劑來源廣、價 格較低、生產穩(wěn)妥可靠，缺點是溶液吸收能力受堿液濃度限制，不隨氣相中二氧化碳分壓變化，再生能耗高，耗熱量達 1200kcal/m3(標 )CO2左右，改良 Benfeild 法推出用蒸汽噴射器或蒸汽壓縮機 4 — 13 使溶液閃蒸的節(jié)能技術，單級噴射器可使熱耗減少約 25%，多級噴射器的熱耗可節(jié)省35%，總之化學吸收法能耗比物理吸收法要高得多。 脫碳工藝的選擇 目前國內外脫碳方法很多，大致可分三類：化學吸收法如熱鉀堿法；物理吸收法如低溫甲醇洗法、碳酸丙烯脂法、 Selexel、 NHD 法等；物理化學吸收法如活化甲基二乙醇胺法， MDEA 法等。 脫硫富液采用水蒸汽汽提， 可以使溶劑再生非常徹底，也避免了富液中 H2S產生析硫現象。其能耗低于除低溫甲醇洗之外的其它凈化方法。目前在黑龍江化工廠年產 18 萬噸合成氨裝置、神木年產 20 萬噸甲醇、金陵石化公司年產 30 萬噸合成氨3 萬噸氫氣項目 等一大批大中型煤化工裝置上廣泛采用。一次變換使出氣CO≤ %，去除了以往流程的“冷熱病”，工藝簡化，能耗降低。節(jié)省外加蒸汽用量，降低了能耗。 飽和熱水塔流程的選用 在變換系統中，回收反應熱，如用廢熱鍋爐產生中壓蒸汽，這樣換熱溫差大，熱回收率低。中變出口氣總硫含量≈ 150mg/m3(標 )，普通的低變催化劑將受到硫中毒，不能采用，而選 用 B302Q 耐硫低變催化劑，既能適應氣體中的硫化物不受中毒影響，又可串聯提高 CO 變換率，減少中壓蒸汽的消耗。 無論從實際操作數據還是從理論計算分析，本設計所選用的工藝條件都是合理的，低變選用耐硫催化劑也是可靠的。 本設計中，中變溫度為 300480℃，低變溫度為 180220℃，設計壓力為(A)，中變空速 Sv=1150h1；低壓空速 Sv=1500h1。 為解決這一問題，國 外公司在七十年代便研制出 CoMo 為主體耐硫變換催化劑，廣泛用于高硫煤氣化流程和老廠改造。 （ 3）中變串耐硫低變的可靠性和經濟合理性 傳統使用的 Cu 系低變催化劑因受硫化物中毒而要求將中變氣進一步脫硫，脫硫 4 — 11 又采用濕法工藝，常溫操作；而中變反應在 400℃左右，低變反應在 200℃左右。 以焦碳或煤為原料，傳統采用二次變換，兩次脫碳，“冷熱病”嚴重，設備較多，流程長。 變換反應： CO+H2O=CO2+H2 △ HO=甲烷化主反應： CO+3H2=CH4+H2O △ HO=CO2+4H2=CH4+2H2O △ HO=（ 2）一氧化碳變換：視原料和其它工序所采用的生產方法的不同而用不同的流程。變換氣中最終一氧化碳的含量低于 %(V)。變換甲烷化工段就是為解決這兩個問題而設置的。 幾種主要反應過程如下： 吸收反應： H2S + Na2CO3 NaHS+NaHCO3 氧化析硫再生反應 NaHS+NaHCO3+2NaVO3 S↓ +Na2V2O5+Na2CO3+H2O 同時 Na2V2O5+TQ（醌態(tài)栲膠） 2NaVO3+THQ(酚態(tài)栲膠 ) 再生反應 4 — 10 1/2O2+2THQ(酚態(tài)栲膠 ) 2TQ(醌態(tài)栲膠 )+H2O b、溶液組成 總堿度 ~ Na2CO3 7~12g/l NaHCO3 36~38g/l 栲膠 ~ NaVO3 ~ pH值 ~ 變換甲烷化 變換工藝選擇 （ 1）在合成氨生產中，由于制取氫氣在生產成本中占的較大的比重，因此要盡可能獲得更多的氫氣。 因此，本工程采用栲膠法工藝技術。 栲膠法脫硫是在改良 ADA 法基礎上進一步改進和提高。脫硫方法的比較見表 441。目前 在我國的中型氮肥廠中，對半水煤氣及變換氣的脫硫方法大都采用濕法氧化再生脫硫，其中應用最為普遍的的 ADA 法和栲膠法。 凈化車間 凈化車間技術方案的選擇 凈化車間的主要任務是將造氣送來半水煤氣中的無用和有害雜質去掉，向合成氨裝置輸送合格的氮氫氣，本車間包括低壓脫硫、變換甲烷化、 NHD 脫硫脫碳。 故選用：Φ 3300 煤氣發(fā)生爐 11臺，開 10 開 1 備。 4 — 8 （ 1）爐膛面積： F==179。冷卻水經沉淀、降灰、冷卻等處理后再循環(huán)使用。經沉降后的回水送往造氣循環(huán)水系統處理，以便再循環(huán)使用。 自煤氣發(fā)生爐爐底排出的灰渣，由渣車送至用戶。 來自空氣鼓風機的空氣送入煤氣發(fā)生爐的底部，經炭層燃燒后生成的吹風氣由爐頂出來送入燃燒爐，將吹風氣中 CO和 H2燒掉，以回收熱量和提高燃燒室溫度， 造氣爐的吹風氣與氫回收工段來的燃料氣一起在燃燒爐中燃燒，燃燒后的高溫氣體經蒸汽過熱器進入余熱鍋爐副產 的飽和水蒸氣，而后該氣體進入廢熱鍋爐副產 的飽和水蒸氣供造氣使用，余熱鍋爐所產飽和水蒸氣經蒸汽過熱器后供變換工段使用，從廢熱鍋爐出來的煙道氣進入空氣預熱器加熱來自二次風 機的空氣，在經引風機排入煙囪，預熱后的空氣送入燃燒爐。夾套鍋爐作用為防止產生掛爐現餒（灰渣粘在壁上）并回收部分熱量以產生 (表壓 )的低壓蒸汽。 上吹制氣與下吹制氣所產生的半水煤氣經過氣柜，送至煤氣壓縮機。 4 — 7 煤氣化過程分六步循環(huán)，其制氣分為上吹制氣和下吹制氣，過程如下： 上吹制氣：蒸汽與加氮空氣混合后自爐底進入，與碳反應后生成的半水煤氣自上部爐口出來，經燃燒室進熱 管蒸汽發(fā)生器、洗氣箱，然后經洗滌塔洗滌冷卻后送至常壓脫硫系統。 造氣車間工藝流程簡述 原料煤經破碎和篩分后，由皮帶運輸機送至煤氣發(fā)生爐頂煤倉里，由加料斗經自動加料機間斷定時加入固定層煤氣發(fā)生爐進行氣化。 采用自動加料機，實現自動連續(xù)均勻加煤。 增加蒸汽預熱器，進一步回收半水煤氣中的熱量，將煤氣發(fā)生爐所 需蒸汽加以預熱，提高制氣效率。對造氣車間擬采取以下措施： 根據（ 91）化規(guī)字第 7號《中型合成氨廠 15 萬噸 /年裝置技術方案討論會議紀要》的精神，將造氣吹風氣廢鍋蒸汽壓力提高到 ，以滿足變換的需要。但需要大能力的空分裝置，投資增加。其缺點：空氣間歇氣化法效率低，蒸汽分解率低 , 同時要向大氣中排出吹風氣，若不進行有效的回收則會對環(huán)境構成污染。德士古水煤漿加壓氣化法、殼牌干粉煤加壓氣化法、魯奇法技術先進且能耗低的煤氣化方法，但需使用氧氣，為制取氧氣必須設立空分裝置，致使投資大量費用增加。造氣車間是合成氨生產的“龍頭”，其主要任務是制備合格的半水煤氣，以進一步加工制得合成氨所需的氮氫混合氣。 全廠方塊流程圖和物料平衡 全廠方塊流程圖見 圖 421，物料平衡見表 421。合成回路的馳放氣經氫回收后返回氮氫氣壓縮機，非滲透氣送入燃料 氣管網作為造氣用燃料。 （ 11）生產裝置控制全部集中在中央控制室由 DCS 自動優(yōu)化調節(jié)，以最少的原材料、動力投入，獲得最大產出。 （ 9）氨合成采用卡薩利合成技術，軸徑向合成塔，合成壓力 。 （ 7）原料氣壓縮機、合成氣壓 縮機、氨壓縮機采用蒸汽透平驅動的離心式壓縮機組，合成氣壓縮機同循環(huán)機合二為一。 （ 5）變換氣凈化：采用先進的 NHD 脫硫脫碳工藝。副產固體硫磺外售。 （ 2）煤氣壓縮機采用可靠的螺桿式機組。為了降低投資，充分利用本項目靠近原料產地的優(yōu)勢，考慮到本項目的具體情況，確定采用塊煤為本項目的原料用煤。 產品 粒狀尿素 3 — 2 氮含量 ≥ ％ (wt) 縮二脲含量 ≤ ％ (wt) 水 ≤ ％ (wt) 顆粒大小 1～ ≥ 97％ 游離氨 ≤ 100ppm 灰分 最大 10ppm Fe 最大 1ppm 數量 4 — 1 4 工藝技術方案 原料路線和工藝方案的確定 本工程地處我國的產煤大省山西，原料來原十分豐富，我國中小型化肥廠的原料煤大部分都是來自以山西。 3 — 1 3 產品方案及生產規(guī)模 產品方案及生產規(guī)模 （ 1）合成氨： 600 噸 /日（中間產品），公稱能力 18 萬噸 /年 （ 2）尿素： 1052噸 /日，公稱能力 30 萬噸 /年 年操作日 年操作 天數： 320天 生產規(guī)模確定的原則和理由 18 萬噸 /年合成氨， 30萬噸 /年尿素裝置是我國根據國內外技術情況以及多年實踐經驗，確定的以煤為原料的中型化肥裝置經濟規(guī)模，其各項技術指標和能耗指標都處于以煤為原料的中型化肥廠的先進行列，各種設備基本上已單系列化，規(guī)格化。綜合各種因素，預計今后普通尿素出廠價在 1350~1450 元 /噸左右，考慮到將來可能要將尿素銷往其他地區(qū)，為提高產品的競爭力，在本工程技術經濟評價中尿素的出廠價格定為 1200 元 /噸，可確保項目建成后經濟風險降至最小。同時還要受到國際市場價格的影響。制約因素很多，首先由于糧價過低，農民種地賺不了錢，投入產出比不合理，農民購肥積極性不高。不論是出廠價、市場批發(fā)價還是零售價，不少地區(qū)都創(chuàng)了近幾年來的新高。 在 2020 年上半年中的大部分時間，從價格上看，除了大氮企業(yè)始終執(zhí)行 1650 元的國家限價外，大多數中小尿素企業(yè)的出廠價均在1700 元以上，最高的時候，部分企業(yè)出廠價甚至超過了 1900 元。 國內尿素價格 國內市場的尿素價格主要受國家政策和糧食價格以及進口量的影響， 1997 年以來，國內尿素的市場價格見表 221和國內數字尿素廠平均生產成本表見表 222。 世界尿素價格主要受原材料價格（石油、天然氣）、供求關系、投資成本、國家地區(qū)政策影響。而 1999 年兩地區(qū)共進口尿素 170萬噸，僅占當年世界貿易量的 16%。 1993~1995 年，亞洲社會主義國家和西南亞國家這兩地區(qū)尿素進口量急劇上升，此后又急劇下降。到 1999 年，尿素價格又回至較低的水平，此時尿素的平均離岸價只有 78美元/噸，達到了 20 世紀 70年代中期以來的歷史最低。 20 世紀 90 年代初期，化肥消費量開始下降，同期國際市場尿素價格下滑， 1993年價格降至較低水平，平均離岸價為 106 美元 /噸。 1974 年，由于第一次石油危機，使得原材料價格大幅度上揚，尿素價格上升至 300 多美元 /噸。 世界尿素價格狀況 世界尿素價格自 20世紀 60年代以來，變化幅度很大，西歐袋裝尿素的 FOB（到岸價格）曾一度達到 390 美元 /噸，創(chuàng)造了尿素價格歷史上的最高紀錄，而 70年代也曾跌破 50 美元 /噸。從長遠看，隨著前蘇聯地 區(qū)經濟的復蘇以及中東、加勒比、印尼等地以出口為主的生產裝置的建成投產，預計液氨出口量會進一步增加，價格一般會處在較低的水平。 美國海灣液氨價格變化基本上反映了國際市場的變化規(guī)律。近幾年國際液氨貿易很活躍，貿易量為 1300~1400 萬噸 /年。由于我國合成氨生產與后加工裝置基本配套，商品量有限。因此，采用先進的煤氣化技術（如德士古水煤漿氣化、 GSP 干粉煤氣化、殼牌粉煤氣化、魯奇碎煤氣化等），對原料路線進行改造，利用當地的煙煤或粉煤替代無煙塊煤，是降低化肥生產成本有效途徑。 加入 WTO 后，無煙塊煤不會受國際煤價的影響。 （ 2）煤炭 我國煤炭資源十分豐富，也是世界第一大 產煤國，從煤炭品種看，無煙煤占%，煙煤占 %，褐煤占 %。因油價太高，導致以輕油為原料和部分以重油為原料的生產企業(yè)發(fā)生嚴重虧損。 中國加入 WTO對化肥原料供應和化肥生產成本的影響 加入 WTO 后， 我國的化肥原料市場將隨之開放，以重油、輕油、磷礦、液氨和硫磺為原料的生產企業(yè)將會受到一定影響；由于受無煙塊煤和焦炭資源、產地的限制，以塊煤、焦為原料的氮肥生產企業(yè)的生產成本正在受到沖擊。因此國內的生產廠家也沒有再降低尿素價格的可能。