重庆富源化工股份有限公司能源审计报告2008.3.3.doc

重庆富源化工股份有限公司能源审计报告 重庆大学二OO七年十二月重庆富源化工股份有限公司能源审计报告重庆富源化工股份有限公司（盖章）法人代表：（签字）重庆大学（盖章）二OO七年十二月能源审计参与人员名单重庆大学： 冉景煜 刘洪涛 唐 强 闫云飞 杜 敏 杨仲卿重庆富源化工股份有限公司：陈建 来宾 摘 要按照国家发展改革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的文件要求，为全面了解重庆富源化工股份有限公司的能源管理水平及用能状况、排查在能源利用方面存在的问题和薄弱环节、挖掘节能潜力、寻找节能方向、降低能源消耗和生产成本、提高企业经济效益。重庆大学能源与环境研究所于2007年11月2008年1月对该公司进行了能源审计，目前已完成能源审计报告，主要内容如下： 一、企业概况重庆富源化工股份有限公司始建于1970年，地处卧龙河气田腹心，面临龙溪河，紧靠高洞电站，距川东天然气净化总厂（气源）6.5公里，沪蓉高速公路重庆段（出入口）13公里，长寿港60公里，重庆市区130公里，交通便利。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ISO9001:2000国际质量管理体系认证。公司现拥有员工805人，总资产2.2176亿元。2006年公司产品产量为液氨80266.82吨（其中外销7934.54吨）、碳铵65603.41吨、硝酸铵105526.84吨、硝酸钠18900.8吨、亚硝酸钠6242.9吨、氯化铵32.44吨、吗啉（含吗啉高沸物）2486.45吨，实现销售收入2.73亿元，利税6006万元，利润4824万元，出口创汇114.3万美元。为了适应并积极参与我国加入WTO后带来的全球竞争，公司正着手深化企业改革，完善现代法人治理结构。在成功引入战略投资者（浙江德华集团）共同出资组建了重庆富源化工股份有限公司后，目前正在积极准备上市。届时公司将进一步拓宽产品领域，开发高科技含量、高附加值精细化工产品，并致力于实施资本运作，力争尽快做大做强做久企业。二、企业能源消费结构该厂在2006年共消耗各种能源折标准煤（当量值）123014.35吨，（等价值）156293.77吨（具体能源消费结构详见下表）：能源种类实物量等价值当量值折标系数吨标煤%折标系数吨标煤%天然气(万标方)7683.412.14t/万m393276.48 59.68 12.14t/万m393276.48 75.83 煤(吨)182650.707t/t12913.36 8.26 0.707t/t12913.36 10.50 电(外购,万kWh)13689.63.66t/万kWh50103.94 32.06 1.229t/万kWh16824.52 13.68 合计156293.77 100123014.35 1001.合成氨综合能耗为38.315GJ/t（1.309tce/t），气耗为995.62m3/t ,电力单耗1090.38 kWh/t，与2005年该公司合成氨综合能耗（38.387GJ/t，折标煤为1.311tce/t）相比，下降了0.2。目前世界先进水平的天然气合成氨能耗为29GJ/t，我国2006年国内合成氨综合能耗（小型）能耗为1.606tce/t。 2.吨碳铵综合能耗为0.29吨标准煤/吨，电力单耗为295.22千瓦时/吨。3.硝酸铵综合能耗17.891 GJ/t（0.611 tce/t），电力单耗为772.2 kWh/t。4.吨硝酸钠综合能耗为0.303吨标准煤/吨，电力单耗为327.41千瓦时/吨。5.吗啉综合能耗为173.09 GJ/t（5.914 tce/t），电力单耗为4850.67 kWh/t。三、主要产品各项能源消耗指标序号产品名称综合能耗(GJ/t)其中：电力单耗(kWh/t)备注1合成氨38.3151090.382碳铵8.485295.223硝酸铵17.891772.24硝酸钠8.882327.415吗啉173.094850.67锅炉房,供热标准煤耗率为62.89kgce/GJ，锅炉热效率为54.24%。四、能源利用效果评价通过对该厂工业增加值及综合能耗的核定，按照等价值计算，其万元产值综合能耗为5.47吨标准煤/万元（4.305吨当量值标准煤/万元），单位工业增加值综合能耗为13.338吨标准煤/万元，单位工业增加值电耗为11682.5kWh/万元。全国单位工业增加值能耗平均水平为2.59吨标准煤/万元，重庆市为2.75吨标准煤/万元，该厂的单位工业增加值综合能耗为重庆市平均值的4.825倍，是典型的高耗能企业。五、存在的主要问题及节能潜力分析1.目前，该厂在能源定额管理方面还不够细化，对各车间仅实现了成本、利润和产量等宏观指标的考核，未对班组及主要耗能设备制定考核指标，不利于切实调动职工节能积极性。另外，部分设备维修调试、维护保养不够细致，使得单位产品的能耗较高。2.2006年该厂的生产生活用水由工厂水处理车间从高滩河抽取，经处理后供给，由于管理制度存在问题，使供水能耗及价格核算不尽合理，建议公司采取科学合理地核算供水能耗及价格，并详细的统计各个车间的用水情况。3.在燃料的质检验收方面，由于化验设备配置不够完善等原因，没有进行煤的工业分析以及飞灰和炉渣的相应分析，不利于运行人员了解燃料和锅炉燃烧情况。4.该厂的能源统计工作有待强化，涉及能源购入贮存、加工转换、输送分配和最终使用四个环节应当设置的分类统计报表的建立尚不够完善，细化到主要生产、辅助生产、采暖、照明等工序（艺）的计量与统计工作尚没有完全建立，不利于对能源利用的适时分析与细化考核。5.在能源计量系统的管理方面较为薄弱，虽然该厂的一、二级计量仪表配置较为完善，但三级计量仪表配置相对较差，尤其是水的计量仪表配置。6.该厂的大型用电设备及用热设备未能做到定期检测效率，使得该部分设备的运行难以达到经济运行状态，因而增大了电力与热力消耗。7.该厂的照明应该进行节能改造，采用绿色照明用具。综合能源审计结果，该厂在生产过程的各个环节存在着896.44万元/年的节约潜力，其中在能源利用方面有着年节约14740.7吨标准煤的努力方向，拟定技改项目后年节能率可达9.4%。六、审计结论和建议1.该厂2006年单位工业增加值综合能耗为13.338吨标准煤/万元，单位工业增加值电耗为11682.5kWh/万元。2.合成氨综合能耗为38.315GJ/t（1.309tce/t），电力单耗1090.38 kWh/t。目前世界先进水平的天然气合成氨能耗为29GJ/t，我国2006年国内合成氨综合能耗（小型）能耗为1.606tce/t。3.吨碳铵综合能耗为0.29吨标准煤/吨，电力单耗为295.22千瓦时/吨。硝酸铵综合能耗为0.611吨标准煤/吨，电力单耗为772.2千瓦时/吨。吨硝酸钠综合能耗为0.303吨标准煤/吨，电力单耗为327.41千瓦时/吨。吨亚硝酸钠综合能耗为0.364吨标准煤/吨，电力单耗为378.11千瓦时/吨。吨吗啉综合能耗为5.914吨标准煤/吨，电力单耗为4850.67千瓦时/吨。4.锅炉房,供热标准煤耗率为62.89kgce/GJ，锅炉热效率为54.24%。 5.建议企业进一步完善节能管理体系建设，加强企业能源管理管理。6.建议企业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。7.采用变频调速技术对工厂变负荷运行的风机、泵等进行节能技术改造，以降低电力消耗。8.建议对直转对流段进行改造，提高脱硫温度。9.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。10.加强吗啉车间锅炉房燃料及运行管理，对灰渣和飞灰进行检测，降低运行煤耗。11.锅炉长期处于低负荷下运行，建议采用热电联产技术，建一台1500kW的抽凝式机组。VII目 录第一章 审计事项说明1第二章 企业基本情况4第一节 企业简况4第二节 企业主要生产工艺概况5第三节 企业用能系统概况24第三章 企业能源管理系统33第一节 企业能源管理机构33第二节 企业能源管理状况34第四章 企业能源利用状况分析41第一节 企业能源消费状况41第三节 产品能耗指标的核算51第五章 节能潜力分析和建议59第一节 企业节能潜力分析59第二节 节能技术改造方案和建议63第六章 审计结论74附录： 77第一章 审计事项说明一、审计目的能源审计是发达国家20世纪70年代末期开始倡导，由政府推动节能活动的一种管理方法。所谓能源审计是政府主管部门或有关部门委托专职能源审计机构或具备资格的能源审计人员，对用能单位的部分或全部能源活动进行检查、诊断、审核；对能源利用的合理性做出评价、并提出改进措施的建议，以增强政府对用能活动的监控能力和提高企业能源利用的经济效果。通过对该厂生产现场调查、资料核查和必要的测试，分析能源利用状况，并确认其利用水平，查找存在的问题和漏洞，分析对比挖掘节能潜力，提出切实可行的节能措施和建议，从而为政府提供真实可靠的能源利用状况，并指导企业提高能源管理水平，以实现“十一五”总体节能目标，促进经济和环境的可持续发展。能源审计是制定和实施节能技术方案的一个必备步骤，还可以作为取得政府和有关部门财政援助、税收优惠和筹集节能资金资格的一个信贷保证。二、审计依据中华人民共和国节约能源法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）企业能源审计技术通则（GB/T171661997） 节能监测技术通则（GB/T15316）设备热效率计算通则（GB/T25881981） 综合能耗计算通则（GB/T25891990） 企业能耗计量与测试导则（GB/T64221986） 企业节能量计算方法（GB/T132341991） 工业企业能源管理导则（GB/T155871995） 用能单位能源计量器具配备与管理通则（GB/T171672006） 评价企业合理用热技术导则（GB/T34861993）评价企业合理用电技术导则（GB/T34851993）评价企业合理用水技术导则（GB/T71191993）企业能量平衡统计方法（GB/T166141996） 企业能量平衡表编制方法（GB/T166151996） 企业能源网络图绘制方法（GB/T166161996） （本次审计主要数据来源于企业的生产统计报表，中间所发现的问题同企业进行了充分沟通，并且得到企业确认；对于部分未经计量数据进行了现场测试）三、审计期2006年112月四、审计范围和内容本次能源审计的范围对重庆富源化工股份有限公司进行审计。审计内容主要包括能源管理情况、用能情况及能源流程、能源计量及统计、能源消费结构、用能设备运行效率、产品综合能耗及实物能耗、能源成本、节能量、节能技改项目等。58第二章 企业基本情况第一节 企业简况重庆富源化工股份有限公司始建于1970年，地处卧龙河气田腹心，面临龙溪河，紧靠高洞电站，距川东天然气净化总厂（气源）6.5公里，沪蓉高速公路重庆段（出入口）13公里，长寿港60公里，重庆市区130公里，交通便利。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ISO9001:2000国际质量管理体系认证。公司现拥有员工805人，总资产2.2176亿元。2006年公司主要产品产量为液氨80266.82吨（其中外销7934.54吨）、碳铵65603.41吨、硝酸铵105526.84吨、硝酸钠18900.8吨、亚硝酸钠6242.9吨、氯化铵32.44吨、吗啉（含吗啉高沸物）2486.45吨，实现销售收入2.73亿元，利税6006万元，利润4824万元，出口创汇114.3万美元。为了适应并积极参与我国加入WTO后带来的全球竞争，公司正着手深化企业改革，完善现代法人治理结构。在成功引入战略投资者（浙江德华集团）共同出资组建了重庆富源化工股份有限公司后， 目前正在积极准备上市。届时公司将进一步拓宽产品领域，开发高科技含量、高附加值精细化工产品，并致力于实施资本运作，力争尽快做大做强做久企业。第二节 企业主要生产工艺概况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。现主要生产工艺为：合成氨、硝盐、吗啉。一、 合成氨车间1.间转脱硫工段（1）工艺流程图图21间转脱硫工段工艺流程（2）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。2.间转转化工段工艺流程（1）工艺流程图图22间转转化工段工艺流程（2）工艺流程说明经脱硫并减压至0.080.1MPa的天然气与来自风机的吹风空气0.020.035MPa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0.850.9MPa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0.2MPa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0.020.035MPa,与压力为0.1MPa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0.850.9MPa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0.2MPa)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（1）工艺流程图图23间转压缩工段工艺流程（2）工艺流程说明由加压机送来的转化气，压力约为0.026Mpa，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0.20.28MPa，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0.750.85MPa，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1.6MPa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4.3-5MPa， 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12.5-13.5Mpa，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（1）工艺流程图图24 合成氨工艺流程图（2）工艺流程说明转化气经压缩机一、二段加压至0.85MPa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2.5%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0.3%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：（1）工艺流程图图2-5 碳化工段工艺流程图（2）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CO218-20%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5.0-10.0%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CO20.5%左右，含NH320-30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0.5%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（1）工艺流程图图2-6 间转甲烷化工段流程图（2）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1.6MPa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（1）工艺流程图图4-7 合成工段工艺流程图（2）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28.5MPa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0.85-0.9MPa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。8.工艺能源消耗情况本工艺主要消耗天然气、电力、蒸汽与水。天然气主要用作合成氨生产的原料和能源。电力主要用于整个工艺流程中的电力拖动设备，废热锅炉给水泵、循环水泵、冷却塔风机、凝结水泵是消耗电力的主要设备。蒸汽主要用拖动蒸汽轮机并带动各类压缩机，合成气压缩机、氨压缩机、天然气压缩机、二氧化碳压缩机是消耗蒸汽的主要设备，同时参与化工反应加热。自来水主要用作工艺水及冲卫等，废热锅炉，循环冷却系统消耗了大量水资源。二、硝盐车间：1.常压硝酸工段（1）工艺流程图图2-8 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（1）工艺流程图图2-9 加压硝酸工艺流程图（2）工艺流程说明合成来的液氨经氨蒸发器F-501,用蒸汽(0.35Mpa)加热蒸发为气氨, 控制气氨压力1.0Mpa左右进入气氨缓冲罐V-501。经过滤器F-504A、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E-502、 空气预热器E-503、废锅E-504,、铂回收器F509、尾气预热器E-505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T-502出来的尾气,经加热器E-507、预热器E-505和再加热器E-502温度升至500520,压力0.6MPa左右，经膨胀机做功后,再经锅炉给水加热器E-508回收热能,尾气温度降低,最后经排气筒S-501放空。3.硝酸铵工段：（1）工艺流程图图2-10 硝酸铵工段流程图（2）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0.2-0.3Mpa，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60-80，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110-125，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75-80%，温度在80-85，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90-92，温度在110-120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：（1）工艺流程图图2-11 两钠工段流程图（2）工艺流程说明来自1#4#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0.50.25g/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（1）工艺流程图图2-12钾盐生产工艺流程图 （2）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NaNO2-NaNO3溶液，用硝酸将其转化为NaNO3溶液，经过滤，并蒸发到(NaNO3)=600700g/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W(KNO3)=94%-96%, W(NaCl) 6%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。6.工艺能源消耗情况本工艺主要消耗电力、蒸汽与水。电力主要用于整个工艺流程中的电力拖动设备，废热锅炉给水泵、循环水泵、冷却塔风机、凝结水泵是消耗电力的主要设备。蒸汽主要用化工加热。水主要用作工艺水及冲卫等，废热锅炉，循环冷却系统消耗了大量水资源。三、吗啉车间（1）工艺流程图图2-13 吗啉工艺流程图（2）工艺流程说明合成单元：新鲜液氨经液氨计量罐(V-1101AB)计量，由液氨计量泵送入液氨汽化器(E-1102A、B)汽化，与循环氢混合后进入换热器(E-1103AB)，出换热器的气体经反应预热器预热后，再继续用电加热器(E-1104ABC)加热进入汽化器(V-1104AB)。二甘醇经二甘醇预热器(E-1101AB)进入汽化器(V-1104AB)，再由顶部进入反应器(R-1101AB) 进行氨化反应，合成气经(E-1105AB)冷凝冷却后进入汽液分离器(V-1105AB进行分离。新旧两套系统并联运行。分离单元：液相粗吗啉经600脱氨塔(T-1201)脱出氨，塔顶脱出的氨送入碳化吸氨，塔釜溶液进入共沸塔(T-1202)由塔顶脱除N-甲基吗啉、N-乙基吗啉与水的共沸物，塔釜采出物进入脱水塔(T-1203)脱去水份，塔顶脱出的水送入进入共沸塔，由共沸塔采出水。塔釜采出物进入吗啉成品塔(T-1204)，塔顶采出物经塔顶冷凝器(E-1210)冷凝后即为成品吗啉。塔釡采出物进入萃取塔回收吗啉。（3）工艺能源消耗情况本工艺主要消耗电力、蒸汽与水。电力主要用于整个工艺流程中的电力拖动设备，各种水泵是消耗电力的主要设备。蒸汽起化工反应加热和蒸发结晶的作用。水主要用作工艺水，同时废热锅炉，循环冷却系统消耗了大量水资源。第三节 企业用能系统概况一、企业用能系统概况该厂的生产用能主要是天然气、电力和热力，该厂合成氨的生产以天然气作为原料和能源，使用的天然气由川东配气站和垫江配气站经专门管道供给。该厂电力由云台11万伏变电站供电，输电线径185mm2，电压3.5万伏，进厂后经变压器变压至6000伏（供空压机、H2N2压缩机、硝盐高压机使用）和400伏（供空压机、循环机、泵等其它动力设备使用）。企业生产线设有余热回收锅炉9台和燃煤锅炉一台，供全厂生产用蒸汽和全厂启动蒸汽。全厂生产所需蒸汽55t/h，25/h燃煤锅炉实际产量为1416t/h，不足的蒸汽由生产工艺的余热锅炉提供。目前企业燃煤锅炉采用循环流化床锅炉，燃用低硫煤，生产的蒸汽来补充厂内单位生产所需蒸汽的不足。原煤是企业购入的主要能源之一，主要供锅炉车间的循环流化床锅炉使用，生产工艺用蒸汽中压蒸汽，蒸汽压力为2.5MPa。