年产300万吨煤制油工程工艺设计

1 绪论

1.1 工程设计的背景

早在20世纪30年代，第一代煤炭直接液化技术—直接加氢煤液化工艺在德国实现工业化。但当时的煤液化反应条件较为苛刻，反应温度470℃，反应压力70MPa。相继开发了多种第二代煤直接液化工艺，如供氢溶剂法（EDS）、溶剂精炼煤法（SRC-Ⅰ、SRC-Ⅱ）、美国的氢-煤法（H-Coal）等，这些工艺已完成大型中试，技术上具备建厂条件，只是由于经济上建设投资大，煤液化油生产成本高，而尚未工业化。1973年的世界石油危机，使煤直接液化工艺的研究开发重新得到重视。现在几大工业国正在继续研究开发第三代煤直接液化工艺，具有反应条件缓和、油收率高和油价相对较低的特点。目前世界上典型的几种煤直接液化工艺有：德国IGOR公司和美国碳氢化合物研究（HTI）公司的两段催化液化工艺。我国煤炭科学研究总院北京煤化所自1980年重新开展了煤直接液化技术研究，现已建成油品改质加工、煤直接液化实验室。通过对我国上百个煤种进行的煤直接液化试验，筛选出15种适合于液化的煤，液化油收率达50%以上，并对4个煤种进行了煤直接液化的工艺条件研究，开发了煤直接液化催化剂。煤炭科学院与德国RUR和DMT公司也签订云南先锋煤液化厂可行性研究项目协议，并完成了云南煤液化厂可行性研究报告。液化厂建成后，可年产汽油35.34万吨、柴油53.04万吨、液化石油气6.75万吨、合成氨3.90万吨、硫磺2.53万吨、苯0.88万吨。拟建的云南先锋煤液化厂年处理（液化）褐煤257万吨，气化制氢（含发电17万KW）用原煤253万吨，合计用原煤510万吨。

南非在这方面走在了世界前列。当时南非政府开始研究煤液化的可能性，主要目的在于摆脱对石油的高度依赖性，保护南非国际收支平衡，提高能源供给安全。几十年过去，通过妥善利用大量煤炭资源，南非还获得了诸多方面的利益，包括增加就业机会，使原本过度依赖农业与采矿业的国民经济实现了工业化。

中国现在所处的环境条件与沙索在南非初创之际极为相似，特点就是“富煤少油”，特别是经济的飞速发展使得对能源的需求急剧增加。据介绍，15家商业规模的煤液化工厂的总产量将可以替代中国2020年石油进口量的15%。

当今，人类石油需求量逐年增多，而世界的石油开采储量逐年下降，两个曲线之间会形成一个越来越大的空位。煤制油便可以填补这个空位。煤制油技术有助于中国摆脱对进口原油和石油产品的过度依赖，从而提高能源安全。从中国的能源结构来看，中国具备开发煤制油产业的各种战略驱动因素。煤液化技术最早起源于德国，随着经济的发展和科技的进步，在世界上部分国家经历了从实验室、工艺开发、中间试验、示范工程、工业化阶段的不同历史时期。我国虽然在解放前就有了关于煤制油技术的研究，甚至还

建有一些小规模的液化厂，但随着部分油田的发现，研究工作随之都停止了。

在经济迅猛发展的时代，人民生活水平在不断提高，我国对石油的需求量也在不

断增加，从石油出口国到石油净进口国，再到对它高度依赖的转变，同时加上国际油价的上涨，甚至是频繁发生的波动，使得原本“富煤、少油”的能源形势变得更加严峻。从国家能源安全战略方面考虑，综合国内的能源形式和能源结构，以煤代油便成为新的煤化工发展方向，也成为人们再次关注的焦点。

自2004 年8 月国务院主管部委审批的国内第一个由神华集团负责的煤制油项目在内蒙古自治区鄂尔多斯市伊金霍洛旗正式开工建设以来，到目前为止，国内已经有多家企业陆续开始投入建设，甚至一些还没有得到审批的企业早已跃跃欲试，等待时机开发项目。如今，在内蒙古的煤制油项目当中，既有神华集团负责的煤直接液化技术，又有内蒙古最大的民营企业——伊泰集团负责的煤间接液化技术。神华集团的煤制油项目于2004 年正式开工建设，到2007年7月，项目建成了第一条生产线，已于2008 年12 月底成功出油；伊泰集团的项目于2006 年 5 月正式开工建设，并于2009年3月份成功出油。

煤制油项目是国家的新型科研项目之一，尚处于试验和示范阶段。对于这种资金、技术、人才高度密集型的项目，现在国内出现了两种不同的呼吁声音，一种表达了支持的态度，另一种则持反对意见。然而，最终会发展到什么程度，现在谁都无法给出一个准确的答案。

目前国内外煤制油的开发项目有美国太平原煤制天然气项目，神华108万吨/年没直接液化项目，伊泰16万吨/年煤间接液化项目，晋煤甲醇制10万吨/年汽油项目。

1.2 工程设计的必要性

2013年我国石油需求低速增长,带动石油供应低速增长.全年石油表观消费量为5.14亿吨,较上年增长2.8％;原油产量为2.08亿吨,同比增长1.7％;原油加工量为4.79亿吨,同比增长3.3％.各石油产品需求增速延续上年明显分化的态势,汽油和煤油分别增长7.8％和11.3％,分别达到9364.6万吨和2260.9万吨;柴油则罕见地下降0.6％,达到17021.3万吨.石油净进口量突破3亿吨,对外依存度达到59.5％,比上年上升0.7％.汽、煤、柴油继续全面净出口,且净出口量大幅增加.预计2014年我国石油供需将继续增长,石油和原油表观消费量将分别达到5.34亿吨和5.08亿吨,同比分别增长3.8％和4％;原油产量和加工量将分别达到2.1亿吨和4.98亿吨,同比分别增长1％和4％;成品油表观消费量为2.98亿吨,同比增长4.2％.预计2015年石油和原油净进口量分别为3.24亿吨和2.98亿吨,同比分别增长5.8％和6.3％,石油和原油对外依存度将分别达到60.7％和58.7％。供求缺口非常大，所以煤制油工程势在必行。

本项目建成投产后，在市场竞争中具有如下优势：

（1）本工程投产后，其产品凭借自身的优良品质和综合价格优势，在国内完全可以占据主导地位。解决石油总是依赖进口的问题。

（2）本工程投产后，利用相对廉价的原料煤和国内廉价的人工费用，生产出油制品有很大的市场潜力，大部分产品立足国内市场，运输距离短，损耗少；所需化工原料大部分自给或由国内供应，因此本工程在生产成本上将占有很大的优势。同时，项目在生产、营销以及人事等各方面的运作，均与世界先进模式接轨，实行高效管理，将明显降低企业运作和管理费用，所以本工程在生产成本和销售价格上均具有很强的竞争力。

（3）本工程的生产设备拟引进世界上先进的工艺技术和装备，对生产其右产品有可靠的质量担保。

（4）本工程的建成投产，有政府的优惠政策和主管部门的大力支持，各项优惠政策的实施无疑会大大提高本项目的市场竞争力。

（5）目前在国内石油主要依靠进口，价格较高，所以在中国推广煤制油势在必行。

产品污染小于同等开采石油产品。

（6）随着我国经济的不断发展，人民生活水平及生活品味的不断提高，市场对石油产品的需求必将越来越旺盛。因此，本设计题目具有很强的现实意义，亦有很大的发展前景。

2 煤直接液化技术概论

2.1 煤直接液化的基本原理

煤炭直接液化是指把固体状态的煤炭在高压和一定温度下直接与氢气发生加氢反应，使煤炭转化为液体油品的工艺技术。在直接液化工艺中，煤炭大分子结构的分解是通过加热来实现的，桥键的断裂产生了以结构单元为基础的自由基，自由基非常不稳定，在高压氢气环境和有溶剂分子分隔的条件下，它被加氢生成稳定的低分子产物，在没有高压氢气环境和没有溶剂分子分隔的条件下，自由基又会相互结合而生成较大的分子。煤炭经过加氢液化后剩余的无机矿物质和少量未反应煤还是固体状态，可采用各种不同的固液分离方法把固体从液化油中分离出去，常用的方法有减压蒸馏、加压过滤、离心沉降和溶剂萃取等固液分离方法。煤炭经过加氢液化产生的液化油含有较多的芳香烃，并含有较多的氧、氮和硫等杂原子。必须再经过提质加工才能生产合格的汽油和柴油产品。不同的工艺路线，得到的直接液化产品也相差甚远，同时液化产品也与煤种和反应条件(例如压力、温度和催化剂)有关。

2.2 煤直接液化工艺介绍

直接液化典型的工艺过程主要包括煤的破碎与干燥、煤浆制备、加氢液化、固液分离、气体净化、液体产品分馏和精制，以及液化残渣气化制取氢气等部分。氢气制备是加氢液化的重要环节，大规模制氢通常采用煤气化及天然气转化。液化过程中，将煤、催化剂和循环油制成的煤浆，与制得的氢气混合送入反应器。在液化反应器内，煤首先发生热解反应，生成自由基“碎片”，不稳定的自由基“碎片”再与氢在催化剂存在条件下结合，形成分子量比煤低得多的初级加氢产物。出反应器的产物构成十分复杂，包括气、液、固三相。气相的主要成分是氢气，分离后循环返回反应器重新参加反应；固相为未反应的煤、矿物质及催化剂；液相则为轻油（粗汽油）、中油等馏份油及重油。液相馏份油经提质加工（如加氢精制、加氢裂化和重整）得到合格的汽油、柴油和航空煤油等产品。重质的液固淤浆经进一步分离得到重油和残渣，重油作为循环溶剂配煤浆用。

煤直接液化粗油中石脑油[6]馏分约占15~30%，且芳烃含量较高，加氢后的石脑油馏分经过较缓和的重整即可得到高辛烷值汽油和丰富的芳烃原料，汽油产品的辛烷值、芳烃含量等主要指标均符合相关标准（GB17930-1999），且硫含量大大低于标准值（≤0.08%），是合格的优质洁净燃料。中间油约占全部直接液化油的50~60%，芳烃含量高达70%以上，经深度加氢后可获得合格柴油。重油馏分一般占液化粗油的10~20%，有的工艺该馏分很少，由于杂原子、沥青烯含量较高，加工较困难，可以作为燃料油使用。煤液化中油和重油混合经加氢裂化可以制取汽油，并在加氢裂化前进行深度加氢以

除去其中的杂原子及金属盐。

煤在一定温度、压力下的加氢液化过程基本分为下面三大步骤：

（1）当温度升至300℃以上时，煤受热分解，即煤的大分子结构中较弱的桥键开始断裂，打碎了煤的分子结构，从而产生大量的以结构单元为基体的自由基碎片，自由基的相对分子质量在数百范围。

（2）在具有供氢能力的溶剂环境和较高氢气压力的条件下、自由基被加氢得到稳定，成为沥青烯及液化油分子。能与自由基结合的氢并非是分子氢（H2），而应是氢自由基，即氢原子，或者是活化氢分子，氢原子或活化氢分子的来源有：

（a）煤分子中碳氢键断裂产生的氢自由基；

（b）供氢溶剂碳氢键断裂产生的氢自由基；

（c）氢气中的氢分子被催化剂活化；

（d）化学反应放出的氢。当外界提供的活性氢不足时，自由基碎片可发生缩聚反应和高温下的脱氢反应，最后生成固体半焦或焦炭。

（3）沥青烯及液化油分子被继续加氢裂化生成更小的分子。

2.3 煤直接液化技术的发展

煤炭直接液化技术已经走过了近一个世纪的发展历程。每一步进展都与世界的政治、经济科技及能源格局有着密切的关系。归结起来可以看作三个阶段，每一个阶段都开发了当时最先进的工艺技术。

第一代液化技术：1913年到第二次世界大战结束。在这段时间里，德国首先开启了煤炭液化的进程。1913年，德国的柏吉乌斯首先研究了煤的高压加氢，从而为煤的直接液化奠定了基础，并获得世界上第一个煤直接液化专利。1927年，德国在莱那(Leuna)建立了世界上第一个煤直接液化厂，规模10万t/a。在1936~1943年，德国又有11套直接液化装置建成投产，到1944年，生产能力达到423万t/a，为发动第二次世界大战的德国提供了大约70%的汽车和50%装甲车用油。当时的液化反应条件较为苛刻，反应温度470℃，反应压力70MPa。

第二代液化技术：二次世界大战后，由于中东地区大量廉价石油的开发，使煤直接液化失去了竞争力和继续存在的必要。1973年后，西方世界发生了一场能源危机，煤转化技术研究又开始活跃起来。德国、美国、日本等主要工业发达国家，做了大量的研究工作。大部分的研究工作重点放在如何降低反应条件，即降低反应压力从而达到降低煤液化油的生产成本的目的。主要的成果有：美国的氢-煤法、溶剂精炼煤法、供氢溶剂法、日本的NEDOL法及西德开发的德国新工艺。这些技术存在的普遍缺点是：a）因反应选择性欠佳，气态烃多，耗氢高，故成本高；

b）固液分离技术虽有所改进，但尚未根本解决；

c）催化剂不理想，铁催化剂活性不够好，钻-镍催化剂成本高。

第三代液化技术：为进一步改进和完善煤直接液化技术，世界几大工业国美国、德国和日本正在继续研究开发第三代煤直接液化新工艺。具有代表性的目前世界上最先进的几种煤直接液化工艺是：

a）美国碳氢化合物研究公司两段催化液化工艺；

b）美国的煤油共炼工艺COP。这些新的液化工艺具有反应条件缓和，油收率高和油价相对低廉的特点。

2.4 煤炭直接液化典型工艺

自从德国发明了煤炭直接液化技术之后，美国、日本、英国、俄国也都独自研发出了拥有自主知识产权的液化技术。以下简单介绍几种[11]型的煤炭直接液化工艺。

（1）德国IGOR工艺[12]

该煤炭直接液化工艺以炼铝赤泥为催化剂，催化剂加入量为4%，不进行催化剂回收。该工艺的主要特点是：反应条件较苛刻，反应温度470℃，反应压力30MPa；催化剂使用炼铝工业的废渣(赤泥)；液化反应和液化油加氢精制在一个高压系统内进行，可一次得到杂原子含量极低的液化精制油。该液化油经过蒸馏就可以得到低辛烷值汽油，汽油馏分再经重整即可得到高辛烷值汽油；配煤浆用的循环溶剂是加氢油，供氢性能好，煤液化转化率高。其工艺流程框图见图2-1。

图2-1 德国IGOR流程

与老工艺相比，新工艺主要有以下改进：

（a）固液分离不用离心过滤，而用闪蒸塔，生产能力大、效率高。

（b）循环油不但不含固体，还基本上排除了沥青烯。

（c）闪蒸塔底流出的淤浆有流动性，可以用泵输送到气化炉，制氢或燃烧。

（d）煤加氢和油精制一体化，油收率高，质量提高。

（2）日本NEDOL工艺

该煤炭直接液化工艺是日本解决能源问题的阳光计划的核心项目之一。它以天然黄铁矿为催化剂，催化剂加入量为4%，也不进行催化剂回收。反应压力为19MPa，反应温度为460℃。其主要特点是循环溶剂全部在一个单独的固定床反应器中，用高活性催化剂预先加氢，使之变为供氢溶剂。液化粗油经过冷却后再进行提质加工。液化残渣连同其中所含的重质油即可进一步进行油品回收，也可直接用作气化制氢的原料。现己完成原料煤用量分别为0.01万t/a、0.1万t/a、1万t/a以及150万t/d规模的试验研究。它集聚了“直接加氢法”、“溶剂萃取法”和“溶剂分解法”这三种烟煤液化法的优点，适用于从次烟煤至煤化度低的烟煤等广泛煤种。目前日本此项煤液化技术已达到世界先进水平。其工艺流程框图见图2-2。

图2-2 日本NEDOL工艺流程

NEDOL工艺特点：

（a）反应压力较低，为17~19MPa，反应温度455~465℃；

（b）催化剂采用合成硫化铁或天然硫铁矿；

（c）固液分离采用减压蒸馏的方法；

（d）配煤浆用的循环溶剂单独加氢，以提高溶剂的供氢能力；

（e）液化油含有较多的杂原子，必须加氢提质才能获得合格产品。

3）美国HTI工艺

该煤炭直接液化工艺使用人工合成的高分散催化剂，加入量为0.5wt%，不进行催化剂回收。反应压力为17 MPa，反应温度为450℃。HTI工艺是在H-Coal工艺基础上发展起来的，主要特点：

（a）采用近10年来开发的悬浮床反应器和HTI拥有专利的铁基催化剂；

（b）反应条件比较温和，反应温度440~450℃，反应压力17 MPa；

（c）固液分离采用临界溶剂萃取的方法，从液化残渣中最大限度回收重质油，从而大幅度提高了液化油收率；

（d）在高温分离器后面串联有在线加氢固定床反应器，对液化油进行加氢精制。其工艺流程框图见图2-3.

图2-3 美国HTI工艺流程

HTI工艺的主要特点是：反应条件比较缓和，反应温度440~450℃，压力17 MPa，采用悬浮床反应器，达到全返混反应模式；催化剂采用HTI专利技术制备的铁系胶状催化剂，催化活性高，用量少；在高温分离器后面串联在线加氢固定床反应器，起到对液化油加氢精制的作用；固液分离器采用临界溶剂萃取法，从液化残渣中最大限度地回收重质油，大幅度提高了液化油收率；液化油含350~450℃馏分，可用作加氢裂化原料，其中少量用作燃料油。

2.5 国外煤液化项目发展情况

美国、澳大利亚、印度、新西兰、和菲律宾的情况：

目前国外仅南非建设有间接液化法煤制油装置。Sasol公司Secunda煤制油装置将煤转化为汽油、柴油、液化石油气和石化原料，石化原料用于45万t/a乙烯装置。还有一些装置正在规划或建设中。美国2005年8月宣布，将采用间接液化工艺，在Arizona 和North Dakota地区建设超清洁柴油及其他燃料产能约为1万桶/d的煤制油装置，主要开发商为Headwaters公司[14]。经过10多年筹备，美国WMPIPty公司于2006年初宣布，将在Gilberton附近建设废煤(灰分质量分数为40%的屑状无烟煤)处理能力为140万t/ a 的煤制油装置，超清洁液体燃料产能为5000 桶/d，发电41MW·h。一期工程投运后，

WMPIPty公司还将建设产能为一期工程10~12倍的工业化煤制油装置。二期工程将采用壳牌公司煤气化技术，采用南非Sasol公司费-托法工艺将合成气转化为液态产品，富石蜡粗烃采用雪佛龙德士古产品公司技术转化为柴油、喷气燃料和石脑油[15,16]。美国Rentech公司2006年1月首次将费-托法煤制油专利技术转让给DKRW高级燃料公司，接受转让的是DKRW 公司的子公司Medicine Bow燃料和发电公司。项目分2个阶段实施，第1阶段将以煤为原料联产1万桶/d超清洁燃料并发电200MW·h，第2阶段将超清洁燃料产能提高到4万桶/d。Rentech公司专利技术将超清洁燃料生产、发电和减少CO2 排放组合在一起，将费-托法尾气中未反应的H2和旁路合成气送至变换反应器，捕集由CO转化来的CO2，富氢物流作为联合循环透平机的燃料使用[17]。美国合成油公司与澳大利亚Linc能源公司签约，采用合成油公司天然气制合成油Linc能源公司煤地下气化组合技术，在澳大利亚昆士兰合作开发煤制油项目。

目前，尽管已有一些装置在规划建设之中，但离投入生产运行至少还需要几年时间，可借鉴的实际经验并不多。

澳大利亚是另一个有关“煤制油”项目的活动中心。最近，其注意力集中在将合成石油公司的F-T技术和总部设在布里斯班的Linc能源公司的井下煤炭气化技术结合在一起的项目的建议上。这将是首个综合这两种技术、用煤炭生产合成柴油的项目。该“煤制油”工作将是Linc能源公司进行的秦齐拉项目(位于昆士兰州布里斯班市以西350公里)的一部分，同样包括建设综合电站。这种在地而进行除硫和其他调整的井下煤炭气化生产的合成气，与普通地而煤炭气化系统中获得的合成气相类似但是其成本低。Linc公司今年计划的该秦齐拉项目的第一个商业阶段包括装备一座装机容量30~40M W的电站，该电站将向当地市场提供电力。第一阶段设想建设日生产17000桶合成气的“煤制油”厂及进行电站扩建。英国石油公司同时表示对在秦齐拉项目中成为资产合伙人感兴趣。其他评估井下煤炭气化方案的公司，同样对此项目表示出很大的兴趣。

随着2005年11月澳大利亚Altona资源公司获得阿卡林加煤炭项目，Altona己指定以美国为基地的Jacobs咨询公司，帮助其确定适当的技术。Jacobs公司着手对与阿卡林加的煤炭资源有关的4项领先的气化技术进行可行性研究。这项工作将与Altona公司计划的钻进计划结合在一起，于2006年第一季度结束。阿卡林加拥有70亿t的次烟煤储量，勘探总面积2500km2。

在印度，2004年10月，总部设在美国的Headwaters公司宣布，其子公司碳氢技术公司(HTI)己获得印度石油有限公司(OIT)的一个合同，研究将HTI公司的煤炭直接液化技术用于印度在技术和经济上的可行性。如果印度石油公司决定进行商业性的煤炭直接液化项目，HTI公司将在协商的商业条款下，提供技术许可证。

2005年，印度石油公司和印度煤炭公司(CIL)设立了一个特别工作小组，按照印度中央煤矿规划和设计院有限公司(CMPDIT)提供的报告，研究在印度用煤炭生产石油的

可能性。据中央煤矿规划和设计院有限公司称，在每桶35美元的价格下，用煤炭生产石油是可行的。该小组将为此新项目制定一份蓝图，可能由两个合资公司实施此项目，一个公司负责生产煤炭，另一个公司建设煤炭液化厂及进行相关的上游活动。

过去两年，固体能源新西兰有限公司对提出的将丰富的褐煤转化为运输燃料、总金额6.9亿美元的项目，进行了可行性研究。

该国有采矿公司己经对位于该国南岛的大量的“海滨”褐煤资源是否适合煤炭液化项目做出了评估。将褐煤转变为发动机燃料、汽油和柴油，要比将其直接供给该地区的小电站(且该地区对电力需求有限)更有价值。该液化厂每年需要50万t褐煤，价值6.5亿美元。新西兰每年需要1500万t褐煤，生产足够的柴油和汽油，使该国在运输燃料方而达到自足。目前，新西兰大约80%的原油需要进口。

总部设在克赖斯特彻奇的固体能源公司不愿意对液化厂的可能位置进行公开评论。该地区9座褐煤煤田中的4座可提供合适的煤炭，并达到环境标准。是否进行此项目将于2006年末做出决定。在未来5~6年内开始生产液态燃料。

2004年，菲律宾政府委托Headwaters公司的子公司Headwaters技术创新集团(HTIG)就开发一个“煤制油”项目进行可行性研究。该研究集中在包括一个煤炭直接液化装置、一个煤炭非直接液化装置(煤炭气化和合成气涤气装置加上一个F-T合成装置和一台发电机组在内的混合厂。该建议的项目每人可生产60000桶合成燃料，基建投资估计为28亿美元。该厂可满足菲律宾大约15%的运输燃料需求，估计每年可节约32 亿美元的燃料费用。煤炭直接液化和F-T装置中，每个装置每人可生产大约30000桶液态燃料。这些产品将与最少量的下游精炼燃料混合，用以达到所需的燃料规格。

3 工艺设计计算与总平面布置

3.1 工艺设计计算条件及参数

(1) 年设计总产量为：300万吨煤制油（轻质油、汽油、柴油）即3000000T/a

(2) 年总运行时间360×24=8640，停车即维修时间等，此文计算取值为8000h/a

(3) 原料采用内蒙古褐煤，元素质量组成如表3-1

表3-1 褐煤元素成分表

元素成分质量% 元素成分质量%

C 70.62 N 2.48

H 6.28 S 1.16

O 18.92 P 0.54

（4）生成产品介绍及成分质量分数如表3-2

表3-2 生成产品成分表及其质量分数

产品分类产品组成总质量分数％各部分质量分数％

气体A

CH4

15.7

25.46 C2H647.88 C2H426.66

气体B C3H6

7.6

18.5 C3H835.7 C4H845.7

液体A C4H10轻质

油32.8

21.46 C5～C11汽油75.84

液体B C11～C18柴

油

43.9

产品介绍：

（a）石脑油：又称粗汽油：一般含烷烃55.4%、单环烷烃30.3%、双环烷烃2.4%、

烷基苯11.7%、苯0.1%、茚满和萘满0.1%。平均分子量为114，密度为0.76g/cm3，爆炸极限1.2%~6.0%。主要成分为烷烃的C5～C7成份。常温、常压下为无色透明或微黄色液体，有特殊气味，不溶于水。主要用途：可分离出多种有机原料，如汽油、苯、煤油、沥青等。

（b）航空煤油：燃料密度适宜，热值高，燃烧性能好，能迅速、稳定、连续、完全燃烧，且燃烧区域小，积碳量少，不易结焦；低温流动性好，能满足寒冷低温地区和高空飞行对油品流动性的要求；热安定性和抗氧化安定性好，可以满足超音速高空飞行的需要；洁净度高，无机械杂质及水分等有害物质，硫含量尤其是硫醇性硫含量低，对机件腐蚀小。

（c）柴油：复杂烃类(碳原子数约10～22)混合物。主要用作柴油机。

（d）汽油：主要成分为C5～C12脂肪烃和环烷烃类，以及一定量芳香烃，汽油具有较高的辛烷值（抗爆震燃烧性能），并按辛烷值的高低分为90号、93号、95号、97号等牌号。汽油由石油炼制得到的直馏汽油组分、催化裂化汽油组分、催化重整汽油组分等不同汽油组分经精制后与高辛烷值组分经调和制得，主要用作汽车点燃式内燃机的燃料。

（5）基准：年工作8000h，以1小时为基准，3000000÷8000=375t/h，以100t/h位基准进行计算。

（6）原料与催化剂比为100: 4，全过程的氢耗量为100:5.8，其中，加氢反应器Ⅰ中的氢耗量占总量的68.00%，加氢反应器Ⅱ中的氢耗量占总量的32.00% 。另外残渣内含油8.00%。

3.2 计算装置图

油渣

图3-1 煤制油设计计算工艺流程图3.3 物料计算

（1）产品的计算

生产出液体的量战总产品的比例：32.80%+43.90%=71.70% 总产品的质量：375÷76.70%=488.92t/h

混合气体A的质量：488.92×15.70%=76.76t/h

混合气体B的质量：488.92t/h×7.60%=37.16t/h

混合液体A的质量：488.92t/h×32.80%=160.37t/h

混合液体B的质量：488.92t/h×43.90%=214.64t/h

甲烷的质量：76.76×25.46%=19.54t/h

乙烷的质量：76.76×47.88%=36.75t/h

乙烯的质量：76.76×26.66%=20.46t/h

丙烯的质量：37.16×18.52%=6.88t/h

丙烷的质量：37.16×35.70%=13.27t/h

丁烯的质量：37.16×45.78%=17.01t/h

轻质油的质量：160.37×21.46%=34.42t/h

汽油的质量：160.37×78.54%=125.95t/h

柴油的质量：488.92×43.90%=214.64t/h

（2）原料的计算

设制取100t/h的产品油所需的原料为At/h。

则所用催化剂为：4%At/h

全过程的氢耗量为：5.80%At/h

其中，加氢反应器Ⅰ中的氢耗量占总量的68.00%，加氢反应器Ⅱ中的氢耗量占总量的32.00%。

进入反应器的量：A+4%A=104.00%At/h

高温分离器分离出的气体及轻油量：82.00%At/h

高温分离器分离出的重质物料量：18.00%At/h

减压塔分离出的油量：18.00%A×76.00%t/h

减压塔分离出的残渣量：18.00%A×24.00%t/h

残渣内含油量：18.00%A×24.00%×8.00%t/h

实际的残渣量：18.00%A×24.00%×（1-8.00）t/h

进入氢反应器Ⅰ的气体及轻油量：82.00%A+18.00%A×76.00%t/h

加氢反应器Ⅰ的氢耗量：5.80%A×68.00%t/h

进入中温分离器分离的总量：82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%t/h

中温分离器分离出的气体及轻质油量：

（82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%）×94.00%t/h

中温分离器分离出的重质油量：

（82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%）×6.00%t/h

循环溶剂的量：

18.00%A×24.00%+（82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%）×6.00%t/h

加氢反应器Ⅱ的氢耗量：5.80%A×32.00%t/h

进入低温分离器的产品总量：

（82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%）×94.00%t+5.80%A×32.00%t/h

由（1）过程知道总产品的质量：488.92t/h×100÷375=130.38t/h

则进入低温分离器的产品总量：

（82.00%A+18.00%A×76.00%+5.80%A×68.00%）

×94.00%t+5.80%A×32.00%t/h=130.38则A=136.52t/h，

故得出：催化剂的加入量：4%×136.5216t/h=5.46t/h

全过程氢的消耗量：5.80%×136.52t/h=7.91t/h

进入反应器的量：A+4%A=104.00×136.52t/h=141.98t/h

高温分离器分离出的气体及轻油量：82.00%×136.52t/h=111.95t/h

高温分离器分离出的重质油量：18.00%×136.52t/h=24.57t/h

减压塔分离出的油量：18.00%×136.52t/h×76.00%t/h=18.68t/h

减压塔分离出的残渣量：18.00%×136.52t/h×24.00%t/h=5.90t/h

残渣内含油量：18.00%×36.52t/h×24.00%×8.00%=0.47t/h

实际的残渣量：18.00%A×24.00%×（1-8.00%）=5.43t/h

进入氢反应器Ⅰ的气体及清油量：

82%×136.52t/h+136.52t/h×76%=130.62t/h

进入反应器Ⅰ的氢耗量：5.80%×136.52t/h×68.00%=5.38t/h

进入中温分离器分离出的气体及轻质油量：

(82%×136.52+136.52×76%+5.80%×136.52t/h×68.00%)×94.00%=130.57t/h

中温分离器分离的重质油量：

(82%×136.52+136.5216×76%+5.80%×136.52×68.00%)×6.00%=8.16t/h

循环溶剂的量：

18.00%×136.52t/h×24.00%+(82.00%×136.52+18.00%×136.52t/h×76.00%+5.80×135.52×68.00%)×6.00%=14.06t/h

加氢反应器Ⅱ的氢耗量：5.80%×135.52×32.00%=2.53t/h

（3）综上所述，生产300万吨煤制需原料511.95 t/h×8000=409.56万吨煤。

4 生产工艺设计

4.1 生产工艺设计方案

本设计项目采用高品质原煤为原料，经过煤液化处理后，再进行深度加工，生产出柴油、汽油等产品。煤制油直接液化工艺流程图3-1所示。

洗选后的原煤经皮带机输送到备煤装置，加工成煤液化装置及其他装置所需的煤粉。催化剂原料在催化剂制备装置加工，并与供氢溶剂混合调配成液态催化剂，送至煤液化装置，在高温、高压、临氢和催化剂的作用下，发生裂化反应生成煤液化油送至加氢稳定装置(T-Star)，反应剩余的煤粉和部分油质组成的油渣送至自备电站作为燃料。

加氢稳定装置主要是生产满足煤液化要求的供氢溶剂，同时将煤液化粗油脱除硫、氮、氧等杂质进行预精制。其中，柴油馏分送至加氢改质装置进一步提高油品质量，轻质溶剂返回煤液化装置和备煤装置作为供氢溶剂使用。生产初期所用的供氢溶剂需外购。

各加氢装置产生的含硫气体经轻烃回收及脱硫装置处理后作为燃料气。加氢稳定产物分馏切割出的石脑油至轻烃回收及脱硫装置处理，重石脑油进一步到加氢改质装置处理。

各装置产生的酸性水在含硫污水汽提装置处理后循环使用。煤液化、煤制氢、轻烃回收及脱硫和含硫污水汽提等装置脱出的含硫化氢酸性气体，经硫回收装置制取硫磺。

各加氢装置所需的氢气，由煤制氢装置生产供给。空分装置制取氧气和氮气，供煤制氢、煤液化等装置使用。

本项目工艺流程主要包括煤炭洗选单元，制氢工艺单元，催化剂制备单元，煤液化反应单元，加氢改质单元等。

4.2 主要工艺装置及介绍

主要工艺装置：煤浆制备罐、原料缓冲罐、加热炉低压煤浆泵、反应器、循环氢压缩机、冷高压分离器、减压塔、换热器、分馏加热炉等

煤浆预热炉：炉膛沿长度方向分为预热段、加热段和均热段。进料端炉温较低为预热段，其作用在于利用炉气热量，以提高炉子的热效率。加热段为主要供热段，炉气温度较高，以利于实现快速加热。均热段位于出料端，炉气温度与金属料温度差别很小，保证出炉料坯的断面温度均匀。燃料为煤粉。

换热器：将热流体的部分热量传递给冷流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标的热量交换设备。

4.3 最核心工艺的选择

现在世界上典型的煤直接液化工艺主要有3种，即德国的IGOR工艺、日本的NEDOL工艺和美国的HTI工艺，如何在这3种工艺中作出合理正确的选择，是项目规避技术风险的重要环节。选择煤液化工艺首先要考虑煤质的适应性，试验表明本项目煤非常适合采用直接液化工艺。同时采用煤直接液化工艺投资省、运行成本低，因而投资回报率高。

HTI工艺特点如下：

(1)在反应器设置外动力循环方式来实现液化反应器的全返混运转模式，油收率较高。

(2)使用新一代的高效催化剂，添加量少，成本低。

(3)全馏分离线加氢，供氢溶剂配制煤浆，实现长期稳定运转。

(4)反应条件相对比较温和。

美国HTI工艺：

HTI工艺是在H-COAL工艺和CTSL工艺的基础上发展起来的。

H-COAL是由美国碳氢化合物研究公司研制的，其前身是沸腾床重油加氢裂化H-OIL工艺。H-COAL以褐煤、次烟煤或烟煤为原料，生产合成原油或低硫燃料油。原料煤经破碎、干燥后与循环油一起制成煤浆，加压到21MPa并与氢气混合，进入沸腾床催化剂反应器进行加氢液化反应，经分离、蒸馏加工后制得轻质油和重油。该工艺特点是：高活性载体催化剂，采用固、液、气三相沸腾床催化反应器；残渣作气化原料制氢气。CTSL工艺是在H-COAL工艺基础上发展起来的催化两段液化工艺。特点是反应条件缓和，采用两个与H-COAL工艺相同的反应器，达到全返混反应模式；催化剂为采用专利技术制备的铁基胶状催化剂，催化剂活性高、用量少；在高温分离器后面串联有加氢固定床反应器，起到液化油加氢精制的作用；固液分离采用临界溶剂萃取的方法，从液化残渣中最大程度回收重质油。

在上述两种工艺的基础上，利用悬浮床反应器和铁基催化剂进行工艺改进，形成了HTI煤液化新工艺。HTI工艺的主要特点是：反应条件比较缓和，反应温度440~450℃，压力17-19MPa[48]；采用悬浮床反应器，到达全返混反应模式；煤液化的第一段和第二段都是装有高活性加氢和加氢裂解催化剂（Ni、Mo或Co、Mo）的沸腾床反应器，两个反应器既分开又紧密相连，可以使加氢裂解和催化加氢反应在各自的最佳条件下进行。液化产物先用氢淬冷，重质油回收作溶剂，排出的产物主要组成是未反应煤和灰渣。同氢-煤工艺相比较，C4以上在402℃馏分油增加53%[23]，液化1吨无水无灰煤生成的馏分油从3.3桶提高到点5.0桶；C1~C3气体烃产率从11.3降到8.6%，氢利用率从8.4%提高到10.7%；油品质量提高，氮、硫杂原子减少50%，从而使煤液化经济性明显改善，液化油成本降低了17%。其工艺流程图[23]如图4-2。

图4-1 HTI工艺流程简图

4.4 煤直接用煤的洗选

煤直接液化的操作条件要求较高，对煤种有严格要求[24,25]：

(1)煤中的灰分要低，一般小于5%，因此原煤要进行洗选，以得到精煤进行液化。煤的灰分组成对液化过程也有影响，灰中的Fe、Co、Mo等元素对液化有催化作用，而Si、Ca、Mg等元素则不利于液化，且容易引起设备结垢。

(2)煤的可磨性好。直接液化过程要求先把煤磨成200目左右的煤粉，并干燥到水分小于2%。如果可磨性不好，生产过程能耗会很高，设备磨损严重，配件、材料消耗大，增加生产成本。水分高将不利于磨矿和制煤浆。

(3)煤中氢、氧含量差别越小越好，可以减少加氢量，同时减少生成的废水。

(4)煤中的硫分和氮等杂质含量越少越好，以降低油品加工提质的费用。

(5)煤岩的组成也是液化的一项主要指标。丝质组成越高，煤的液化性能越好；镜质组成量高，则液化活性差。

煤炭直接液化项目要求原料煤灰分≤5%，总水分≤17%。为了达到这一标准，选煤厂在工艺选择上，要以最大限度降低煤炭灰分作为主要目的。为此，采取以重介旋流器为主的选煤工艺，生产出满足液化用原料煤质量的精煤，而且中煤能满足制氢和锅炉用煤的要求。

4.5 煤直接液化反应器的制造

煤液化反应器的制造是煤液化项目中的核心制造技术。煤液化反应器在高温高压临

氢环境下操作，条件苛刻，对设备材质的杂质含量、常温力学性能、高温强度、低温韧性、回火脆化倾向等都有特殊要求。反应器材质为 2.25Cr-1Mo-1/4V，是中国一重集团新开发的钢种。反应器外径5.5m，壁厚335mm，设备单体质量达2050t，是目前世界上最大的反应器。反应器由中国石化工程建设公司和中国第一重型机械集团公司(以下简称“一重”)设计院联合设计，由一重制造的神华集团两台煤直接液化反应器已于2006年下半年制造完毕，并成功地吊起，矗立在神华集团煤制油公司工地上,本设计也采用该型号反应器，其反应器图形如下：

图4-2 煤液化反应器示意[5]

采用悬浮床反应器，具有两个优点：

(a)通过强制内循环，改善反应器内流体的流动状态，使反应器设计尺寸可以不受流体流动状态的限制，因此，单台设备和单系列装置处理能力大；

(b)由于悬浮床反应器处于全返混状态，径向和轴向反应温度均匀，可以充分利用反应热加热原料，降低进料温度；同时气、液、固三相混合充分，反应速度快，效率高。

4.6 煤直接液化催化剂

新型高效“863”合成催化剂是国家高新技术研究发展计划(863计划)的一项课题成果，性能优异，具有活性高、添加量少、油收率高等特点。该催化剂为人工合成超细铁基催化剂，主要原料为无机化学工业的副产品，国内供给充足，价格便宜，制备工艺流程简单，生产成本低廉，操作稳定。由于催化剂用量少，在催化剂制备装置将催化剂原料加工，并与供氢溶剂调配成液态催化剂，有效解决了催化剂加入煤浆难的问题。工程选用两套1×33，1×66万t/年催化剂生产装置，产量为催化剂煤粉98.42万吨/年。

4.7 煤直接液化制氢单元

采用Shell 粉煤加压气化工艺，该工艺是目前世界上较先进的典型的煤气化工艺之一，气化炉有效气体(CO+H 2)生产能力为150 000m 3/h 。Shell 煤气化属加压气流床粉煤气化，以干煤粉进料，纯氧做气化剂，液态排渣。煤气中的有效成分高达90%以上，甲烷含量很低，煤中约83%以上的热能转化为有效气，约15%的热能以中压蒸汽的形式回收。其工艺流程图如下：

采用德国林德公司空分技术，由两条生产线组成，单条生产线制氧能力为50 000m 3/h 。空分装置主要为煤制氢装置提供高压高纯度氧气，为煤液化、煤制氢、加氢改质、轻烃回收等装置提供高、中、低压高纯度氮气，为各装置提供仪表空气。

飞灰循环

急冷气循环

年产18万吨合成氨、30万吨尿素项目建议书

一、项目概况 1、项目名称：年产18万吨合成氨、30万吨尿素项目 2、合作方式：独资、合资、合作、贷款等均可 3、建设单位：XX煤业有限责任公司及合作单位 4、建设性质：新建 5、建设范围：内蒙古自治区XX自治旗XX矿区 6、建设内容及规模：以XX矿区丰富的褐煤资源为依托，建设年产合成氨18万吨、尿素 30 万吨的项目。可联产轻质油4752吨/年、煤焦油 14454吨/年，氨水(16%)27720吨/年、粗酚1980吨/年 7、建设期限：项目建设期为4年，即2005年4月-2008年9月。 8、投资估算及资金筹措： 投资规模：总投资为147215万元，其中建设投资 138703万元，流动资金8512万元。 本项目资金来源可以是贷款、风险投资等。 9、经济评价 经济评价一览表

二、项目区基本情况 1．地理位置 XX矿区位于内蒙古自治区呼伦贝尔市XX自治旗境内的东北部，地处大兴安岭西麓。其地理坐标是东经120°24′～120°38′、北纬49°09′～49°16′。矿区西连海拉尔区，东接牙克石市，南临巴彦嵯岗苏木，北至海拉尔河，与陈巴尔虎旗隔河相望，南北宽约13.7Km，东西长约46.1Km，总面积385.7Km2。XX火车站东距牙克石18Km，西距呼伦贝尔市64Km，滨州铁路线由东向西穿过XX矿区，北有301国道，铁路经过牙克石可达齐齐哈尔，哈尔滨乃至全国各地，经海拉尔可达满州里市，民航经海拉尔机场可达北京、呼和浩特等地，交通十分方便。 2．煤炭资源及煤质情况 ⑴资源情况 XX煤业公司拥有XX矿区、扎尼河矿区、伊敏河东区、陈旗巴彦哈达矿区、莫达木吉矿区五大矿区。煤炭储量丰富，XX矿区精查储量17.3亿吨；扎尼河矿区预计储量15.8亿吨；伊敏河东区普查储量58.4亿吨，其中详查储量6.1亿吨，精查储量2.3亿吨；巴彦哈达区预计储量49.0亿吨；莫达木吉矿区普查储量30.0亿吨。煤田内煤层集中，赋存稳定，构造较简单，倾角小，沼气含量低，埋藏较深，适宜于井工大型机械集约化连续生产。 ⑵煤质情况

年产20万吨合成氨项目可行性研究报告

年产20万吨合成氨项目 可行性研究报告 第一章总论 1.1概述 1.1.1项目名称、主办单位名称、企业性质及法人 项目名称：20万吨/年合成氨项目 主办单位：X 企业性质：股份制 企业法人： 邮编： 电话： 传真： 1.1.2可行性研究报告编制的依据和原则 1.1. 2.1编制依据 1.原化工部化计发（1997）426号文“化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定”（修订本）； 2.《中华人民共和国工程建设标准强制性条文》； 3.《建设项目环境保护设计规定》[（87）国环字第002号]及国务院

（98）253号文； 4.《建设项目环境保护管理办法》； 5. 污水综合排放标准：（GB8978－96）； 6.大气污染物综合排放标准：（GB1629-1996）； 7.合成氨工业水污染物排放标准：（GB13458－2001）； 8. 环境空气质量标准：（GB3095－1996）； 9.锅炉大气污染物排放标准（GB13271－2001）； 10.恶臭污染物排放标准（GB14554－93）； 11.城市区域环境噪声标准（GB3096－93）； 12..工业企业厂界噪声标准（GB12348－90）； 1.1. 2.2编制原则 1.实事求是的研究和评价，客观地为上级主管部门审议该项目提供决策依据。 2.坚持可持续发展战略，企业生态环境建设，实现社会、经济、环境效益的统一。 3.坚持以人为本的原则，创造优美的企业环境。 4.合理有序的安排用地结构，用地功能布局考虑产业用地与生态环境协调发展。 5.根据工厂的区域位臵及性质，严格控制污染，污水的排放应遵循大集中小分散的原则。 6.在满足生产工艺及兼顾投资的前提下，尽可能地推广新技术、新工艺、新设备新材料的应用，以体现本工程的先进性。

绿色能源开发有限公司年产20万吨生物质合成油项目环境影响报告书

目录 概述 (1) 第一章总则 (7) 1.1 编制依据 (7) 1.1.1 法律、法规及国务院规范性文件 (7) 1.1.2 部门规章及规范性文件 (7) 1.1.3 地方性法规及规范性文件 (8) 1.1.4 导则、规范 (10) 1.1.5 规划文件 (10) 1.1.6 项目文件及资料 (10) 1.2 评价目的、原则及重点 (11) 1.2.1 评价目的 (11) 1.2.2 评价原则 (11) 1.2.3 评价重点 (12) 1.3 环境质量功能区划分 (12) 1.4 评价因子 (12) 1.5 污染控制与环境保护目标 (13) 1.6 评价工作等级及评价范围 (15) 1.6.1 评价工作等级 (15) 1.6.2 评价范围 (19) 1.7 评价标准 (19) 1.7.1 环境质量标准 (19) 1.7.2 污染物排放标准 (21) 第二章环境现状调查与评价 (25) 2.1 自然环境概况 (25) 2.1.1 地理位置 (25) 2.1.2 地质地貌 (25) 2.1.3 水文特征 (26) 2.1.4 气象气候 (27) 2.2 吉林松原石油化学工业循环经济园区概况 (27) 2.2.1 规划基本情况 (27) 2.2.2 园区总体发展重点及准入要求 (28) 2.2.3 规划功能布局 (32) 2.2.4 园区基础设施规划情况 (33) 2.3 环境空气质量现状调查与评价 (36) 2.3.1 常规污染物 (36) 2.3.2 特征污染物 (38)

2.4 地表水环境现状调查与评价 (41) 2.5 地下水环境质量现状调查与评价 (43) 2.6 土壤环境质量现状调查与评价 (44) 2.7 声环境质量现状调查与评价 (45) 第三章建设项目概况及工程分析 (46) 3.1 项目概况 (46) 3.1.1 项目名称、性质、建设单位及建设地点 (46) 3.1.2 周围环境敏感情况 (46) 3.1.3 总投资及来源 (46) 3.1.4 项目建设内容及工程组成 (47) 3.1.5 建设规模和产品方案 (52) 3.1.6 厂区平面布置及其合理性分析 (54) 3.1.7 主要生产设备 (60) 3.1.8 劳动定员及工作制度 (68) 3.1.9 项目建设进度 (69) 3.2 工程分析 (69) 3.2.1 原辅材料供应及消耗 (69) 3.2.2 公用工程供应及消耗 (74) 3.2.3 可燃气体排放系统 (82) 3.2.4 储运系统 (83) 3.2.5 生产工艺及排污环节 (91) 3.3 水平衡、物料平衡分析 (116) 3.3.1 水平衡 (116) 3.3.2 蒸汽平衡 (121) 3.3.3 物料平衡 (121) 3.3.4 硫平衡 (127) 3.3.5 氮平衡 (127) 3.3.6 燃料气平衡 (127) 3.4 拟建项目污染影响因素分析 (128) 3.4.1 施工期 (128) 3.4.2 运营期 (129) 3.4.3 运营期环境风险 (146) 3.5 拟建项目非正常排放情况分析 (159) 3.5.1 废水非正常排放 (159) 3.5.2 废气非正常排放 (159) 3.6 清洁生产分析 (162) 3.6.1 工艺技术先进性及合理性分析 (162) 3.6.2 原料及产品先进性分析 (177)

年产18万吨合成氨厂合成工段工艺设计

计算基准按1000Nm 3新鲜原料气。 本工段计算中全部采用绝对压力，为简便计算，下文中的压力单位中“绝对”二字略去不写。 1、工艺流程： 3、压力： ①系统压力为30MPa ； ②废热锅炉产蒸汽压力为2.5MPa ； ③计算循环机进出口气体温升时，其进出口压差取2.5MPa ； ④系统压力降忽略不计。 4、温度： ①新鲜气温度为35℃； ②合成塔底进气温度190℃； ③合成塔出口（至废热锅炉）气体温度约为320℃； ④废热锅炉出口气体温度195℃，进入合成塔前预热器； ⑤入水冷器气体温度80℃； ⑥水冷器出口气体温度为35℃； ⑦废热锅炉进口软水温度约为122℃； ⑧冷却水供水温度为30℃，冷却回水温度为40℃； ⑨进循环机气体温度28℃； ⑩氨库来源氨温度20℃。 5、气体组成： ①合成塔进出口气体中氨含量为3%； 塔前预热器 去氢回收

②合成塔出口气体中氨含量为16.7%； ③循环气中H 2/N 2为3； ④循环气中（CH 4+Ar ）含量为15%； ⑤各气体组分在液氨中的溶解量忽略不计。 6、年操作日：285。 7、参考书： ①《小氮肥工艺设计手册》 ②《合成氨工艺》 二、物料衡算 基准：1000Nm 3新鲜气为基准 1、 合成物料衡算： ?、放空气体量V 1及其组成 V 1= 15% 0.38%) (1.21%1000+?=106Nm 3 查手册查得35℃时，气相中平衡氨含量为：y*NH3=9.187%，取过饱和度为10%，则： y NH3=9.187%?（100%+10%）=10.11% y H2= %17.56%)15%11.10%100(43 =--? y N2=72.18%)15%44.10%100(4 1 =--?% y CH4=15%%42.1138.0%21.1% 21.1=+? y Ar =15%%58.3% 38.0%21.1% 38.0=+? （2）、氨产量V 4 由气量平衡：V 2－V 0＝V 3－V 1－V 4 ① 由于氨合成时体积减少，故：Ｖ2－V 3＝V 4＋10.11%V 1 ② 式中：V 0——补充新鲜气 Nm 3 V 1——放空气体积 Nm 3 V 2——进入合成塔混合气体积 Nm 3 V 3——出合成塔混合气体体积 Nm 3 V 4——冷凝成产品氨（液氨）的体积 Nm 3 301000Nm V = 31106Nm V = 由①、②解得：V4= 31064.4412 106 1011.1100021011.1Nm V V =?-=- （3）、合成塔出口气体3V 及其组成（进入循环机中氨含量控制在3%）

年产合成氨30万吨

目录 一、绪论 (1) 、概述 (3) 、设计任务的依据 (1) 二、装置流程及说明 (2) 、生产工艺流程说明 (2) 、粗苯洗涤 (4) 、粗苯蒸馏 (4) 三、吸收工段工艺计算 (7) 、物料衡算 (7) 、气液平衡曲线 (8) 、吸收剂的用量 (9) 、塔底吸收液 (10) 、操作线 (10) 、塔径计算 (10) 、填料层高度计算 (13) 、填料层压降计算 (16) 四、脱苯工段工艺计算 (17) 、管式炉 (17) 、物料衡算 (18) 、热量衡算 (22)

五、主要符号说明 (25) 六、设计心得 (26) 七、参考文献 (27)

一、绪论 概述 氨是重要的化工产品之一，用途很广。在农业方面，以氨为主要原料可以生产各种氮素肥料，如尿素、硝酸铵、碳酸氢氨、氯化铵等，以及各种含氮复合肥料。液氨本身就是一种高效氮素肥料，可以直接施用。目前，世界上氨产量的85%—90%用于生产各和氮肥。因此，合成氨工业是氮肥工业的基础，对农业增产起着重要的作用。合成氨工业对农业的作用实质是将空气中游离氮转化为能被植物吸收利用的化合态氮，这一过程称为固定氮。 氨也是重要的工业原料，广泛用于制药、炼油、纯碱、合成纤维、合成树脂、含氮无机盐等工业。将氨氧化可以制成硝酸，而硝酸又是生产炸药、染料等产品的重要原料。生产火箭的推进剂和氧化剂，同样也离不开氨。此外，氨还是常用的冷嘲热讽冻剂。 合成氨的工业的迅速发展，也促进了高压、催化、特殊金属材料、固体燃料气化、低温等科学技术的发展。同时尿素的甲醇的合成、石油加氢、高压聚合等工业，也是在合成氨工业的基础上发展起来的。所以合成氨工业在国民经济中占有十分重要的地位，氨及氨加工工业已成为现代化学工业的一个重要部门。 在合成氨工业中，脱硫倍受重视。合成氨所需的原料气，无论是天然气、油田气还是焦炉气、半水煤气都人含有硫化物，这些硫化物主要是硫化氢（S H 2）、二硫化碳（2CS ）、硫氧化碳（COS ）、硫醇（SH -R ）和噻吩（S H C 44）等。其中硫化氢属于无机化合物，常称为“无机硫”。 合成氨在生产原料气中硫化物虽含量不高，但对生产的危害极大。 ①腐蚀设备、管道。含有S H 2的原料气，在水分存在时，就形成硫氢酸（HSH ），腐蚀金属设备。其腐蚀程度随原料气中S H 2的含量增高而加剧。 ②使催化剂中毒、失活。当原料气中的硫化物含量超过一定指标时，硫化物与催化剂活性中心结合，就能使以金属原子或金属氧化物为活性中心的催化剂中毒、失活。包括转化催化剂、高温变换催化剂、低温变换催化剂、合成氨催化剂

年产20万吨苯乙烯项目-环境影响评价报告

总论 1.1项目提出背景及项目实施必要性 1.1.1国家发展战略的要求 从我国苯乙烯的发展现状来看，国内需求的巨大缺口和持续强劲的增长势头，是我国苯乙烯生产不断增长的原动力；我国的苯乙烯市场仍呈产不足需的现状。2012 年，国内纯苯供应将进一步的增长虽然我国苯乙烯的产能和产量增速明显，但依然没有改变我国苯乙烯供不应求的局面，2012年我国的苯乙烯的进口依存度高达69.2%，虽然同比下降了5.3个百分点，但供需缺口依然较大。从长远来看。石油和化学工业是我国国民经济的能源原材料产业、基础产业和支柱产业。“十三五”是我国全面建成小康社会的决胜阶段，是我国由石油和化学工业大国向强国跨越的关键时期。为推动“十三五”时期，我国石油和化学工业的持续发展，资源环境约束不断增强，对纯度不高的丙烷等石油裂解气的综合利用要求不断提高，因此利用丙烷制备乙烯，进而制备苯乙烯符合国家的战略要求 1.1.2产业链优化配置的需要 据调研，主营业务为石油炼制和烃类衍生物的生产与销售。目前拥有以800万吨/年原油加工、65万吨/年乙烯、140万吨/年芳烃装置为核心的43套大型石油化工生产装置，年产聚烯烃塑料、聚酯原料、橡胶原料、基本有机化工原料、成品油等5大类44种商品700多万吨，广泛应用于轻工、纺织、电子、食品、汽车、航空以及现代化农业等各个领域，公司年销售收入400多亿元。我们设计的大概的丙烷的产能是40万吨每年，使乙烯的年产量增加，尽可能的逼近一百万吨，也能填补扬子石化苯乙烯的空缺，平稳之后形成一体化的产业链。 1.1.3原子经济性和清洁生产的优势 绿色化学的“原子经济性”是指在化学品合成过程中，合成方法和工艺应尽可能多得把反应过程中所用的所有原材料转化到最终产物中；化学反应的“原子经济性”（AtomEconomy）概念是绿色化学的核心内容之一，在我们设计的三个反应联合应用下，可以做到苯乙烯产量的最大化，而不会产生过多的废物，尤其是完全利用了可能的副产物苯，避免了其可能造成的污染和风险，从而将芳烃的利用发挥到了极致；对于产生的废气，经过模拟计算可知，其组分含有大量乙烯、氢气及其他轻烃，与乙烯厂的原料相似，可以作为乙烯厂的生产原料。 清洁生产是指将综合预防的环境保护策略持续应用于生产过程和产品中，以期减少对人类和环境的风险。清洁生产从本质上来说，就是对生产过程与产品采

年产30万吨合成氨工艺设计毕业论文

年产30万吨合成氨工艺设计毕业论文 目录 摘要........................................................................ I Abstract................................................................... II ...................................................................... IV 1 综述.................................................................. - 1 - 1.1 氨的性质、用途及重要性.......................................... - 1 - 1.1.1 氨的性质................................................... - 1 - 1.1.2 氨的用途及在国民生产中的作用............................... - 1 - 1.2 合成氨生产技术的发展............................................ - 2 - 1.2.1世界合成氨技术的发展....................................... - 2 - 1.2.2中国合成氨工业的发展概况................................... - 4 - 1.3合成氨转变工序的工艺原理......................................... - 6 - 1.3.1 合成氨的典型工艺流程介绍................................... - 6 - 1.3.2 合成氨转化工序的工艺原理................................... - 8 - 1.3.3合成氨变换工序的工艺原理................................... - 8 - 1.4 设计方案的确定.................................................. - 9 - 1.4.1 原料的选择................................................. - 9 - 1.4.2 工艺流程的选择............................................. - 9 - 1.4.3 工艺参数的确定............................................ - 10 - 1.4.4 工厂的选址................................................ - 11 - 2 设计工艺计算......................................................... - 1 3 -

年产20万吨乙二醇项目初步设计说明书

年产20万吨乙二醇项目初步设计说明书

目录 第一章总论 (12) 1.1项目概况 (12) 1.2设计依据 (12) 1.3设计原则 (12) 1.4产品规模及方案 (13) 1.4.1项目规模 (13) 1.4.2产品方案 (13) 1.5原料来源 (14) 1.6辅助设计软件 (14) 第二章技术经济 (16) 2.1 工程概况 (16) 2.2 设计依据 (16) 2.3主要经济数据 (16) 2.4表格 (16) 第三章总图运输 (18) 3.1设计依据 (18) 3.1.1.设计法规和标准、规 (18) 3.2设计围 (20) 3.3厂区概况 (20) 3. 3.1厂址位置 (20) 3. 3.2厂址交通条件 (21) 3.3.3 环境治理条件 (24) 3.3.4 产业基础条件 (25) 3. 3.5 公用工程条件 (25) 3.3.6 人力资源条件 (26) 3.4总平面布置 (27) 3.4.1总平面布置的一般要求 (28)

3.4.2 总平面布置的要求 (31) 3.4.3 厂区总体布局概述 (32) 3.4.4 总平面布置的各项技术指标 (32) 3.4.5 工艺装置的布置 (33) 3.4.6 辅助生产及公用工程设施 (33) 3.4.7 仓储设施的布置 (33) 3.4.8 运输设施的布置 (34) 3.4.9 生产管理及生活服务的设施 (34) 3.5 场运输设计 (36) 3.5.1 厂运输设计要求 (36) 3.5.2 本厂运输设计 (37) 第四章化工工艺及系统 (38) 4.1项目背景 (38) 4.2生产工艺的选择 (40) 4.2.1工艺方案的比较 (40) 4.2.2工艺方案的确定 (41) 4.3工艺简要流程图： (42) 4.3.1环氧乙烷生产 (42) 4.3.2乙二醇生产 (43) 4.4工艺路线简介 (43) 4.4.1环氧乙烷生产工段 (43) 4.4.2二氧化碳吸收工段 (49) 4.4.3乙二醇生产工段 (53) 4.4.4乙二醇精制工段 (63) 4.4.5乙二醇生产全流程 (65) 4.5催化剂的选择 (65) 4.5.1银催化剂的选择 (65) 4.5.2负载型双核桥联配合物催化剂 (66) 4.5.3碳酸乙烯酯水解催化剂 (66)

20万吨年Φ1800合成氨系统

安徽昊源化工集团有限公司新建20万吨/年Φ1800合成氨系统 基础设计说明书 南京国昌化工科技有限公司

总目录 一、前言 二、气象条件 三、工艺设计条件要求 四、设计能力计算（详细数据见物料热量衡算表） 五、G CΦ1800三轴一径合成塔技术特点 六、Φ1800合成系统工艺流程及特点（见流程图） 七、Φ1800合成系统主要设备技术规格 八、平面布置说明 九、土建说明 十、电器说明 十一、仪表说明 十二、保温与防腐 十三、安全与环保 附表、合成系统物料热量衡算表 附表、系统主要工艺管线流速计算表 附表、工艺仪表条件表（另附） 附图、Φ1800合成系统带控制点的工艺流程图 附图、Φ1800合成系统循环机工艺流程图 附图、Φ1800合成系统设备平面布置图 附图、Φ1800合成框架工艺条件图 附图、Φ1800合成塔外筒条件图 附图、Φ3000/Φ3400废热锅炉条件图

附图、Φ1400气-气换热器条件图附图、套管式水冷器条件图 附图、Φ1400冷交换器条件图 附图、Φ1600/Φ2200氨冷器条件图附图、Φ1400氨分离器条件图 附图、Φ1400循环机油分条件图附图、Φ1600新鲜气氨冷器条件图附图、Φ1000新鲜气油分条件图

一、前言 安徽昊源化工集团有限公司根据企业发展及市场需要,目前准备将合成氨生产线进行能力扩大,产品结构重组：新建二套Φ1600中压联醇系统，一套Φ1400高压醇烷化系统和一套Φ1800氨合成系统。为此受安徽昊源化工集团有限公司委托,我公司将承接一期工程的Φ1800氨合成新系统及相关配套工程的基础设计。 二、气象条件 年平均气温： 14.1℃ 极端最高气温： 40.3℃ 极端最低气温： -18.3℃ 降雨量： 771.7mm 年最大降雨量： 1263.8 mm 年平均气压： 1007.3毫巴 年平均湿度： 68.92%㎜㎜ 年平均风速： 2.7m/s 年最大风速： 32m/s 地震列度： 7级 雪载荷： 400N/m2 三、工艺设计条件要求 根据合同技术条件要求，工艺设计条件如下： 1．入塔气体成份 H2N2CH4Ar NH3 ％58 20.5 14 4.5 3 2．新鲜气成份

娄冰 年产20万吨合成氨造气炉设计

目录 一、绪论 (1) 1.1 合成氨概述 (1) 1.2 煤气化技术发展 (1) 二、生产方法的选择及论证 (2) 2.1 生产方法的介绍 (2) 2.2 生产方案的选择及论证 (3) 三、常压固定床间歇气化法 (3) 3.1 固定床气化法的特点 (3) 3.2 半水煤气制气原理 (3) 3.3 发生炉内燃料分布情况 (4) 3.4间歇式制半水煤气工艺流程 (5) 四、工艺计算 (5) 4.1工艺计算方法及已知条件确定 (5) 4.2理想气化过程原料煤消耗量 (6) 4.3煤气发生炉的物料及热量衡算 (7) 4.4 吹风阶段的物料及热量衡算 (8) 4.4.1物料衡算 (8) 4.4.2热量衡算 (10) 4.5 制气阶段的物料及热量衡算 (11) 4.5.1 物料衡算 (11) 4.5.2 热量衡算 (14) 五、设计的体会和收获 (16) 六、参考文献 (17)

一、绪论 1.1 合成氨概述 氨是一种重要的化工原料，特别是生产化肥的原料，它是由氢和氮合成。合成氨工业是氮肥工业的基础。为了生产氨，一般均以各种燃料为原料。首先，制成含H 2 和CO等 组分的煤气，然后，采用各种净化方法，除去气体中的灰尘、H 2S、有机硫化物、CO、CO 2 等有害杂质，以获得符合氨合成要求的洁净的1：3的氮氢混合气，最后，氮氢混合气经过压缩至15Mpa以上，借助催化剂合成氨。 我国能源结构中，煤炭资源占很大比重。煤的气化是煤转化技术中最主要的方面，并已获得广泛的应用。煤气化提供洁净的可以管道输送的气体燃料。当前城镇及大中型企业要求实现煤气化的迫切性越来越大，至今以合成气为原料的合成含氮、含氧化物、烃类及燃料的C化学技术已经获得相当成功，并且这方面的开发活动至今仍方兴未衰。目前还在建设采用各种煤气化技术的工业化装置。煤气化在各方面的应用都依赖于煤气化技术的发展，这主要因为煤气化环节往往在总投资及生产成本中占相当大的比重。 我国合成氨工业原料路线是煤汽油并举，以煤为主。合成产量60%以上是以煤为原料，全国现有1000多家大中小型以煤为原料的合成氨厂。随着油价的不断上涨，今后将停止以油为原料的新设备建设，并要求进行以煤代油的技术改造。 1.2 煤气化技术发展 煤炭气化，是以煤或焦碳为原料，用氧气（空气、富氧或纯氧）水蒸汽或氢气等作为气化剂（或称气化介质），在高温条件下通过化学反应将煤或焦碳中的可燃部分转化为气体燃料的过程。煤炭气化包括煤的热解、气化和燃烧3部分。煤炭气化时所得的可燃气体称气化煤气。当前国内外煤完全气化技术发展的趋势，概括地可以归纳出如下几点：（1）气化向大型化方向发展，因为大型化可以提高单位设备的生产能力： （2）使用氧气为气化剂，提高煤气化炉的操作温度： （3）提高煤气化操作压力，几乎各种类型的新开发的气化炉都采用加压气化的工艺； （4）扩大气化煤种的范围，随着采煤机械化和水力采煤技术的发展，原煤中的碎煤产率越来越多，为了适应这种趋势，一些新开发的新气化方法都用碎煤或粉煤气化； （5）开发利用无污染的气化方法，许多开发的气化方法，都考虑了在工艺过程中消

年产30万吨合成氨工艺设计

毕业设计 题目名称：年产30万吨合成氨转变工序设计 摘要 氨是重要的基础化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。合成氨生产经过多年的发展，现已发展成为一种成熟的化工生产工艺。 本设计是以天然气为原料年产三十万吨合成氨转变工序的设计。近年来合成氨工业发展很快，大型化、低能耗、清洁生产均是合成氨设备发展的主流，技术改进主要方向是开发性能更好的催化剂、降低氨合成压力、开发新的原料气净化方法、降低燃料消耗、回收和合理利用低位热能等方面上。 设计采用的工艺流程简介：天然气经过脱硫压缩进入一段转化炉，把CH4和烃类转化成H2，再经过二段炉进一步转化后换热进入高变炉，在催化剂作用下大部分CO和水蒸气反应获H2和CO2，再经过低变炉使CO降到合格水平，去甲烷化工序。 本设计综述部分主要阐述了国内外合成氨工业的现状及发展趋势以及工艺流程、参数的确定和选择，论述了建厂的选址；介绍了氨变换工序的各种流程并确定本设计高-低变串联的流程。工艺计算部分主要包括转化段和变换段的物料衡算、热量衡算、平衡温距及空速计算。设备计算部分主要是高变炉催化剂用量的具体计算，并根据设计任务做了转化和变换工序带控制点的工艺流程图。 本设计的优点在于选择较为良好的厂址和原料路线，确定良好的工艺条件、合理的催化剂和能源综合利用。另外，就是尽量减少设备投资费用。 关键字：合成氨；天然气；转化；变换；

Abstract Ammonia is the most important one of basic chemical products, plays an important role in the national economy. Ammonia production after years of development, now has developed into a mature chemical production processes. The design is based on annual output of 300,000 tons of natural gas as raw material, the design of synthetic ammonia transformation process. In recent years, the large-scale industrial development soon ammonia, low energy consumption, the clean production of synthetic ammonia equipment development are the main direction of technical improvement, is to develop better performance of catalyst, reducing ammonia synthesis pressure, the development of new materials gas purification methods, reduce fuel consumption, low heat recovery and reasonable utilization, etc. The design process used in brief are: compressed natural gas after desulfurization and conversion into a furnace, the methane and hydrocarbons into hydrogen, through the Secondary reformer further transformed into the highly variable furnace heat exchanger, the great catalyst part of the reaction of carbon monoxide and hydrogen and carbon dioxide vapor, then through the low-temperature shift to reduce to an acceptable level of carbon monoxide to methanation process. The design review described some of the major domestic and international situation and the development of synthetic ammonia industry trends and technological process, parameter identification and selection, discusses the plant's location; introduced the transformation process of the various processes and determine the design of high temperature shift and low temperature Transformation series of the process. Calculation of some of the major transformation process, including segment and transform section material balance, heat balance, equilibrium temperature and airspeed calculation. Calculation of some of the major equipment is a high temperature shift catalyst of specific terms, and according to the design task to do the conversion and transformation process flow chart with control points. Advantage of this design is to choose a better site and raw materials line to determine the

年产20万吨高浓度复合肥生产线项目可行性研究报告

第一章总论 1.1 项目名称与承办单位 1.1.1 项目名称 新建年产20万吨高浓度复合肥生产线项目 1.1.2 承办单位 单位名称： 单位性质：有限责任公司 法人代表： 1.1.3 法定地址 1.2 可行性研究报告编制的依据、原则和研究范围 1.2.1 编制依据 （1）当前国家重点鼓励发展的产业、产品和技术目录（2000年修订）； （2）国家产业结构调整指导目录（2005年本）； （3）河南省外经贸发展促进资金使用方向； （4）行业建设项目可行性研究报告编制内容和深度的规定要求； （5）化工有限责任公司提供的基础资料、技术数据。1.2.2 可行性研究报告编制原则

（1）依据国家行业产业政策、技术政策以及国家、行业、地区发展的长远规划、工程基础资料，公正、客观和科学地论证项目建设的可行性； （2）工艺技术力求先进合理，设备选型尽量国产化，工艺布置简捷流畅，平面布局合理，以节约投资； （3）注意环境保护与劳动安全卫生，选用先进可靠的技术设备，使污染物消除在生产过程中，以便于改善生产条件，消除对周围环境的污染，做到文明生产； （4）节约能源，广泛采用能耗少的工艺和设备。 1.2.3 可行性研究报告研究的范围 （1）项目建设的必要性和经济意义； （2）市场前景分析与需求预测； （3）产品方案与建设规划； （4）厂址位置及建设条件； （5）工艺技术方案； （6）总图运输与公用工程； （7）节水、节能； （8）环境保护； （9）劳动保护、安全生产和工业卫生； （10）企业组织和劳动定员； （11）项目管理与实施进度安排；

（12）投资估算与资金筹措。 （13）经济效益分析。 1.3 承办企业概况 XX化工有限责任公司，始建于XXX年。厂址位于XXXX。公司设有东西两个厂，建有硫酸车间、精细化工车间，复合肥车间等X个车间和一个西分厂。主要产品有过磷酸钙、复合肥、各种配方肥。公司占地面积X万余m2，建有铁路专用线，现有总资产XXX余万元，年综合生产能力XX万余吨，废气等治理设施通过了环保验收。公司现有总资产XXX余万元，其中固定资产XXX万元。2007年销售收入XXX亿元。 公司拥有一批专业精湛的工程技术人员，全厂XX余名职工中，就有XX名具有中高级技术职称的科技人员，占职工总数的XXX%，其中有X人是高级经济师和高级工程师。并配备了先进的检测仪器和精良的生产设备。公司建有一整套科学先进的现代化管理制度和健全的机构，包括办公室、生产科、设备科、技术科、全质办、供应科、销售科。通过了ISO9001质量保证体系认证和ISO14001环境管理体系认证。 1.4 项目提出的背景、投资的必要性和经济意义 1.4.1 项目提出的背景 为推进经济结构的战略性调整，促进产业升级，提高竞争力，国家颁布了《当前国家重点鼓励发展的产业、产品和技术

年产20万吨乙二醇项目可行性研究报告

年产20万吨乙二醇项目可行性研究报告 （此文档为word格式，下载后您可任意修改编辑）

目录 第一章总论 (1) 1.1 项目情况 (1) 1.2 编制的依据和原则 (1) 1.3 项目背景 (2) 1.4 建设意义 (3) 1.5 研究结论 (3) 1.5.1 项目概况 (3) 1.5.2 主要技术经济指标 (5)

1.5.3 结论 (6) 第二章原料及产品介绍 (7) 2.1 原料性质 (7) 2.1.1 乙烯 (7) 2.1.2 甲醇 (8) 2.1.3 氧气 (9) 2.2 产品性质 (11) 2.2.1 乙二醇 (11) 2.2.2 碳酸二甲酯 (12) 第三章市场分析及预测 (15) 3.1 乙二醇市场分析及价格预测 (15) 3.1.1 世界供需分析与预测 (15) 3.1.2 国内供需分析及预测 (17) 3.1.3 乙二醇价格分析与预测 (21) 3.2碳酸二甲酯市场分析 (23) 3.2.1 碳酸二甲酯产能分析 (23) 3.2.2 碳酸二甲酯需求分析及预测 (24) 3.3 国内乙二醇上游原料市场分析 (26) 3.3.1 乙烯市场分析 (26) 3.3.2 甲醇市场分析 (29) 3.4 国内乙二醇下游产品市场分析 (33) 3.4.1 聚酯产能分析 (33) 3.4.2 聚酯需求分析 (34) 第四章建设规模和产品方案 (36) 4.1产业政策等符合性分析 (36) 4.1.1 产业政策符合性分析 (36) 4.1.2 行业准入符合性分析 (36)

4.1.3 所在地或园区发展规划符合性分析 (36) 4.2建设规模 (36) 4.2.1 确定建设规模的依据 (37) 4.2.2 多方案比选 (37) 4.2.3 推荐的建设规模 (38) 4.3 产品方案 (39) 4.3.1 确定产品方案的依据 (39) 4.3.2 推荐的产品方案 (39) 4.3.3 主要产品规格 (40) 第五章原料、辅助材料供应 (42) 5.1 原辅料需求清单及来源 (42) 5.2 原料供应 (42) 5.2.1 原料品种、数量及来源 (42) 5.2.2 原料规格 (43) 5.3 催化剂供应 (44) 5.3.1 催化剂品种、数量 (44) 5.3.2 催化剂规格 (44) 5.4 主要化学品供应 (44) 5.4.1 主要化学品品种、数量及来源 (44) 5.4.2 主要化学品技术规格 (45) 5.5 公用工程供应 (45) 第六章工艺技术方案 (47) 6.1 工艺方案简介 (47) 6.1.1 石油路线工艺 (47) 6.1.2 煤化路线工艺 (50) 6.2 工艺技术方案 (53) 6.2.1工艺技术方案的选择 (53)

年生产20万吨合成氨合成工段工艺设计书

年产20万吨合成氨合成工 段工艺设计书 1.1 概述 氨是一种重要的含氮化合物。氮是蛋白质质中不可缺少的部分，是人类和一切生物所必须的养料；可以说没有氮，就没有蛋白质，没有蛋白质，就没有生命。大气中存在有大量的氮，在空气中氨占78％（体积分数）以上，它是以游离状态存在的。但是，如此丰富的氮，通常状况下不能为生物直接吸收，只有将空气中的游离氮转化为化合物状态，才能被植物吸收，然后再转化成人和动物所需的营养物质。把大气中的游离氮固定下来并转变为可被植物吸收的化合物的过程，称为固定氮。目前，固定氮最方便、最普通的方法就是合成氨，也就是直接由氮和氢合成为氨，再进一步制成化学肥料或用于其它工业。 在国民经济中，氨占有重要地位，特别是对农业生产有着重大意义。氨主要用来制作化肥。液氨可以直接用作肥料，它的加工产品有尿素、硝酸铵、氯化氨和碳酸氢氨以及磷酸铵、氮磷钾混等。氨也是非常重要的工业原料，在化学纤维、塑料工业中，则以氨、硝酸和尿素作为氮元素的来源生产己酰胺、尼龙-6、丙烯腈等单体和尿醛树脂等产品。由氨制成的硝酸，是各种炸药和基本原料，如三硝基申苯，硝化甘油以及其它各种炸药。硝酸铵既是优良的化肥，又是安全炸药，在矿山开发等基本建设中广泛应用。 氨在其他工业中的应用也非常广泛。在石油炼制、橡胶工业、冶金工业和机械加工等部门以及轻工、食品、医药工业部门中，氨及其加工产品都是不可缺少的。例如制冷、空调、食品冷藏系统大多数都是用氨作为制冷剂。

1.2 氨的性质 1.2.1 氨的物理性质 氨在常温下是无色气体，比空气轻，具有刺激性臭味，能刺激人体感官粘膜空气中，含氨大于0.01％时即会引起人体慢性中毒。 气态氨易溶于水，成为氨水，氨水呈弱碱性。氨在水中的溶解度随压力增大而降低。氨水在溶解时放出大量热。氨水中的氨极易挥发。 常压下气态氨需冷却到-33.35 ℃（沸点）才能液化。而在常温下需加压到 0.87MPa 时才能液化。液氨为无色液体，气化时吸收大量的热。 1.2.2 氨的化学性质 ⑴ 氨与氧在催化剂作用下生成氮的氧化物,并能进一步与水作用,制得硝酸： 3224546NH O NO H O +→+ ⑵ 氨与酸或酐反应生成盐类,是制造氮肥的基本反应： 3244242)NH H SO NH SO +=（ 3343 NH HNO NH NO += 34 NH HCl NH Cl += 334424NH H PO NH H PO += ⑶ 氨与二氧化碳作用生成氨基甲酸铵,进一步脱水成为尿素： 32422NH CO NH COONH += ()42222NH COONH CO NH H O =+ ⑷ 氨与二氧化碳和水作用,生成碳酸氢铵： 32243NH CO H O NH HCO ++= (5) 氨可与盐生成各种络合物，如CuCl 2?6NH 3、CuSO 4?4NH 3。 氨与空气(或氧)的混合气,在一定浓度围能发生剧烈的氧化作用而爆 炸。在常温常压下，氨与空气爆炸极限为15%～28%(NH 3)。100℃，0.1 MPa 下，

年产20万吨甲醇项目可行性研究报告

化工过程设计可行性研究报告 ------年产20万吨甲醇项目 班级： 组别： 小组成员：

年产20万吨甲醇项目 1.1 概述 甲醇是重要的基础化工原料，在世界范围内的化工产品中，其产量仅次于乙烯、丙烯和苯，居第四位。广泛用于有机中间体、医药、农药、染料、涂料、塑料、合成纤维、合成橡胶等其它化工生产中，并还用作溶剂和工业及民用燃料等。目前甲醇用于化工生产的产品达数百种，主要衍生物有：甲醛、甲基叔丁基醚、醋酸、甲胺、二甲醚、甲酸甲酯、硫酸二甲酯、对苯二甲酸二甲酯、甲基丙烯酸甲酯、氯甲烷类、合成燃料等。 1.2 市场需求预测 1.2.1 国外市场分析 1.2.1.1 国外甲醇生产现状 2003年全世界甲醇的总生产能力为3952万吨/年，产量为3235万吨，装置平均开工率为81.9%。其中南中美洲是世界上最大的甲醇生产地区，占世界总生产能力的19.2%，其它依次是中东、北美、亚洲、中东欧、西欧等。 近二十年来，世界甲醇工业与天然气的开发同步发展，新建装置

大多建在天然气资源丰富的国家或地区。由于这些国家或地区的需求有限，因此大量的甲醇出口到美国、西欧和日本，而美国、西欧和日本的甲醇装置由于经济性的原因，已逐步减产或关闭，转而进口甲醇。如日本曾是世界主要的甲醇生产国，到现在已无甲醇生产，预计这种趋势将会进一步发展。 预计在今后一段时期内世界甲醇的生产能力仍将有较大的增长，特别是在中东等天然气资源丰富的国家或地区。这些国家将利用当地廉价的油气资源，建设一系列超大型的甲醇生产装置。预计，到2007年，全世界甲醇的生产能力将达到4974万吨/年。 1.2.1.2 国外甲醇消费状况 2003年，世界甲醇的消费量为3235.2万吨。亚太已经成为世界最大的甲醇消费地区，消费量占世界总量的33.45%，其次是北美占28.73%、西欧占20.24%、中东占6.77%、中东欧占6.05%、南美洲占3.87%、非洲占0.86%。 在世界范围内甲醇的消费结构中，甲醛是最大的消费领域，占总消费量的37%，其次是MTBE/TABE，占28%，第三是醋酸，占7%，其它消费领域所占份额较小。 预计，在2003-2007年间，用于生产甲醛的甲醇需求量将保持2.85%的年均增长速度，MTBE方面的需求量则有较大程度的下降，为-5.08%，醋酸方面的增长较快，为4.75%。其它增长较快的消费领域有甲醇作直接燃料和TAME，二者的年均增长率将分别达到6.37%和5.97%。