合成氨工艺指标

合成氨工艺指标（精选8篇）

1.合成氨工艺指标 篇一

合成氨工艺流程

尽管氨合成工艺流程各异，但合成基本原理相同，故有许多相同之处。

由于氨合成率不高，大量氢气、氨气未反应，需循环使用，故氨合成是带循环的系统。

氨合成的平衡氨含量取决于反应温度、压力、氢氨比及惰性气体含量，当这些条件一定时，平衡氨含量就是一个定值，不论进口气体中有无氨存在，出口气体中氨含量总是一定值。因此反应后的气体必须冷凝以分离所含的氨，使循环回合成塔入口的混合气体中氨含量尽量少，以提高氨净值。

当循环系统惰性气体积累达到一定浓度值时，会降低合成率和平衡氨含量。因此，应定期或连续排放定量的循环气，使惰性气体含量保持在要求的范围内。

氨合成系统是在高压下进行的，必须用压缩机加压。管道、设备及合成塔床层压力降以及氨冷凝等阻力的原因，使循环气与合成塔进口气间产生压力差，需采用循环压缩机弥补压力降的损失。

此外，还有反应气体的预热和反应后气体热能的回收等。

工艺流程是上述步骤的合理组合，下图是氨合成的原则工艺流程。合理确定循环机、新鲜气体的补入及惰性气体排放位置以及氨分离的冷凝级数、冷热交换器的安排和热能回收方式，是流程组织与设计的关键。

2.合成氨工艺指标 篇二

一、教师应该是一个“双师型”的教师，才能胜任这门科的教学

教师一定要在合成氨生产系统进行过一定的生产实践，熟悉生产的设备、工艺流程、工艺条件。尤其是工艺条件的确定是合成氨工艺的难点，也是整个化工生产的难点，所有化工理论知识在这里交汇。温度、压力、浓度、流量、物料和热量的衡算等理论数据和实际生产要求的数据出现一定偏差，甚至出现脱节，造成教学的难点和学生的迷茫。所以如何把理论知识和生产知识结合起来进行对照、分析，就显得非常重要。

二、理清思路，抓住主线条

在课堂上要把氨的用途和氨的生产原理和生产过程进行简明扼要的讲解，让学生有一个初步的认识。

氨是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氮肥，例如尿素、硝酸铵、碳酸氢铵、磷酸铵、氯化铵及各种含氮复合肥，都是以氨为原料的，同时氨还是生产纯碱的主要原料。

氨合成反应式如下：

合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。工艺流程都是由三个基本部分组成，即原料气制备过程、净化过程及氨合成过程。

1. 原料气制备。

将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气;渣油可采用非催化部分氧化的方法获得合成气;对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。

2. 净化。

对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程及气体精制过程。

(1)一氧化碳变换过程。在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%—40%。合成氨需要的是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。

变换反应如下：

由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反应热，并控制变换段出口残余CO含量。第一步是高温变换，使大部分CO转变为CO2和H2;第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反应既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。

(2)脱硫脱碳过程。各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除。以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的部分氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法 (Rectisol) 、聚乙二醇二甲醚法 (Selexol) 等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2和CO2外，还有少量的CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造纯碱、尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法 (Rectisol) 、聚乙二醇二甲醚法 (Selexol) 、碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法、MEA法。

(3)气体精制过程。经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量残余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于30ppm。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。

目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷分离法和甲烷化法。深冷分离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻 (<-100℃条件下用液氮吸收分离少量CO，而且也能脱除甲烷和大部分氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反应生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量 (体积分数) 一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物 (CO+CO2) 含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反应如下：

3. 氨合成。

将纯净的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心部分。氨合成反应在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反应后气体中氨含量不高，一般只有10%—20%，故采用未反应氢氮气循环的流程。氨合成反应式如下：

三、在教学过程中找到合成氨过程的一些共同点

1. 脱硫、脱碳、气体精制的共同点。

(1)反应原理有共同点：大多都采用溶液吸收和再生两个过程。a.大都是采用碱性溶液吸收;b.吸收过程都是可逆反应;c.反应都放出热量;d.反应后气相介质体积减小;e.再生过程都是吸收的逆反应，都是吸热和体积增大的反应。

(2)使用的设备有共同点：a.都使用吸收塔和再生塔;b.吸收塔和再生塔都是钢板卷焊而成的;c.吸收塔必须承受吸收的高压力要求;d.吸收塔的直径小于再生塔。

(3)工艺条件有共同点：吸收过程采用低温、加压的方法，再生采用加热、减压的方法。

(4)工艺流程有共同点：为了节约能源和动力消耗吸收和再生过程采用互相换热的装置。

2. 氨的合成和一氧化碳的变换有共同点。

(1)反应过程都使用催化剂，开车前必须对催化剂进行升温还原，停车时都要对催化剂进行钝化(缓慢氧化)保护。

(2)都是可逆反应，反应不彻底，变换采用两段以上的反应，合成采用气体循环的方式。

(3)反应前要求进入塔内气体温度高，都在450℃以上，反应后都是放热反应，反应后温度超出操作温度要求，所以工艺上都采取反应前后的气体进行间壁换热，达到节约热能的目的。

(4)因为都是可逆放热反应，化学热力学要求提高温度，以达到快的反应速度，而化学动力学要求降低温度，以提高最终转化率。

(5)由于都使用催化剂，同时考虑化学热力学和动力学对温度的相反影响，因此都存在最适宜温度，操作要在最适宜温度附近才能达到高产和合格产品。

3.甲醇合成工艺的技术解析 篇三

关键词：甲醇合成甲醇合成工艺技术解析

甲醇是一种重要的化工原料，在我国化工领域、轻工领域、运输领域都有着广泛的应用，同时甲醇也是一种具有高效洁净能力的车用燃料，因此其也被广泛应用于运输领域和燃料电池的制造中。合成甲醇的材料，可以是固体如煤、液体如原油、气体如天然气等，从这些原料中去除其中含有的二氧化碳，使其成为一种CO和H2的合成气体，使用不同的催化剂，采用不同的合成工艺，形成粗甲醇。将合成后的粗甲醇进行精馏提纯的相关操作，得到精甲醇。

1 当前甲醇合成工艺发展简述

目前，世界上普遍采用铜基催化剂气相工艺ICI和Lurgi合成甲醇，该工艺虽然合成工艺方面较为简单，但是其最大的缺点在于无法合成精甲醇，即使能够合成精甲醇，其单程转化率也很低，其中含有大量的合成粗甲醇而且含水量较高，无法从根本上消除热力学对合成工艺的限制，造成了甲醇合成过程中成本高、耗能高等问题，因此，寻找合适的催化剂、如何使合成工艺进行简化并且降低合成成本是目前科学家们所面临的一个重要难题。

国外的甲醇装置，大多采用天然气作为主要原料，在合成技术上，以德国鲁奇公司、丹麦托普索公司、英国卜内门化工公司和日本三菱公司为先进的技术代表。近年来，虽然国际天然气市场的价格在不断浮动，但是国外的甲醇生产工业仍然能够较好的进行协议，力求将甲醇的生产成本降至最低。在我国，甲醇合成工艺得到了较为快速的发展，在原料和催化剂的选择上，也逐渐趋于合理化，通过不同的合成工艺，能够合成所需要的不同纯度的甲醇，应用于化工领域和其他领域中，促进了我国经济的不断发展。

2 甲醇合成工艺解析

2.1 甲醇合成工艺的比较

2.1.1 高压法 高压法(19.6-29.4MPa，300-400℃)是生产甲醇最早使用的一种方法，这种方法使用锌-铬氧化物作为催化剂。近年来，随着脱硫技术的不断发展，高压法逐渐通过使用铜系催化剂的方法来进行改善，能够有效的改善甲醇合成的条件，甲醇合成的数量。然而，由于高压法所采用的原料以及催化剂的消耗较大，反映温度较高，因此生成的甲醇中杂质的含量也较高，虽然进行了巨大的投资，但是其发现却仍然处于缓慢阶段。

2.1.2 低压法 低压法(5.0-8.0MPa，240-270℃)是在上世纪六十年代之后才广泛的发展起来，其主要采用活性较高的铜系催化剂，能够有效的减少副反应的发生，不仅有效的降低了能耗，同时也使甲醇的质量得到了很大的改善。另外，低压法所使用的工艺设备在制造方面也较高压法容易的多，降低了投资成本，因此低压法有着比高压法更加优越的特性。但是低压法却只适合于小规模的甲醇生产，随着甲醇工业化生产的规模不断加大，工艺管路和设备也必将向着更加庞大的趋势发展，这就促使了中压法的产生。

2.1.3 中压法 中压法(10.0-7.0MPa，235-315℃)使用新型铜基催化剂(Cu-Zn-Al)作为催化剂，这种催化剂具有较高的活性，中压法也是上世纪七十年代甲醇的生产工艺中常用的一种方法，其有着与低压法相似的生产工艺，但是却采用了具有高活性的催化剂，这使得合成的压力大大的降低，也使得压缩系统得到了简化，节约了大量劳动力、使得甲醇的生产成本大大的降低。

2.2 原料的选择 原料的选择方面，应当根据原料的资源状况进行确定。甲醇的生产原料主要以煤炭、石油、天然气为主。在国际油价大幅度上涨的情况下，石油和天然气的成本大幅增加，这时选择煤炭则是生产甲醇最好的选择。由于地理因素，我国具有丰富的煤炭资源，在未来甲醇生产工业中占据着主要原材料的重要位置。虽然以煤做为生产甲醇的主要原料，在生产装置方面的投资费用会高于使用石油或者天然气作为原料的装置，但是廉价的煤炭仍然使得甲醇的生产成本大大的降低，显著的提高了经济效益。因此，以煤作为生产甲醇的主要原料是未来甲醇生产工业发展的主要方向。

2.3 甲醇合成催化剂 早期所使用的ZnO-Cr3O3混合物，其活性较低，温度只能达到380-400℃，为了达到提高平衡转化的目的，需要将压力达到34MPa，这被称之为高压法。在20世纪六十年代，铜系催化剂Cu-Zn-A1203被开发出来，出现了英国ICI和德国Lurgi为代表的两种工艺，这两种工艺被称为低压法。由于对铜系催化剂的性能和反映结构同时进行了改进和提高，使得甲醇的生产工艺也得到了进一步的提高，也促进了甲醇工业化的发展速度。由于铜系催化剂对氯化物和铁都有着敏感的特性，因此在进行生产时应当注意将装置中的铁锈清除干净以后再进行生产。甲醇合成催化剂Cu-Zn-Al中氧化铝的作用是阻止Cu微晶与ZnO烧结，生成CuZn2O4尖晶石而失活；稳定高分散的Cu-Zn0催化剂体系，氧化铝簇团进入Cu晶格形成表面缺陷，通过上述作用，氧化铝维持了催化剂的物理性能和长周期化学活性，同位素动力学研究表明，甲醇的合成可以经由CO加氢或CO2加氢直接合成。为从根本上解决上述工业催化剂的缺点，力图找到低温、低压、低能耗、高活性和高选择性的合成甲醇催化剂，可以从以下二个方向进行改进:一方面是对制备方法进行改进或者是通过添加其它成分获取低压合成催化剂；另一方面是采用液相合成催化剂(碳基金属化合物)。

3 甲醇合成工艺的展望

低温合成甲醇技术，具有合成条件广泛、转化率高等特点，其合成的产品含水量较低甚至不含水；采用浆态床反应器能够增强热传递的效果，使温度得到更好的控制，因此其具有十分优越的特性以及创新性。低温法合成甲醇能够使甲醇合成工艺中的热力学限制的难题得到有效的控制，使甲醇转化率大幅度的提升，这是甲醇合成工艺的一个重要转折，对于甲醇合成工艺的发展以及煤间液化技术的发展都有着十分重要的推动作用。近年来，随着科技的不断发展，甲醇合成工艺也在不断的进步，催化剂的研究方面也取得了骄人的成绩。粉煤气化制甲醇联产合成氨尿素的创新技术已经问世，通过纯氧加压气化生产甲醇，甲醇弛放气联产合成氨、尿素，这也是对煤炭进行综合利用的一个重要表现，并且受到社会的瞩目。随着科学技术的不断进步，我国的甲醇合成工艺也必将向着节能、降耗的方向不断发展。

4 结束语

随着甲醇合成技术的不断发展，其在我国的应用也越来越广泛，我们应当坚持科学发展的理念，在合成工艺、原材料等方面不断的改进与创新，使甲醇生产成本得到有效的降低，促进我国甲醇合成工艺的不断进步。

参考文献：

[1]徐士彬.甲醇合成工艺的选用[J].中氮肥，2009，(02).

[2]郑鑫.甲醇合成工艺简析[J].民营科技，2009，(07).

[3]刘吉平.甲醇合成技术的发展[J].石油化工应用，2008，(06).

[4]樊建明，诸林，刘瑾.甲醇合成工艺新进展[J].西南石油学院学报，2005，(03).

[5]岳辉，雷玲英，胥月兵，陆江银.甲醇合成气生产工艺的研究进展[J].新疆石油天然气，2007，(03).

4.合成氨各工序工艺详细流程 篇四

合成氨装置由一氧化碳变换、酸性气体脱除、硫回收、气体精制、合成气压缩、氨合成、冷冻工序共7个工序组成。

1．一氧化碳变换工序工艺流程说明

来自煤气化装置的粗煤气（242.25℃ 6.25MPag）进入变换原料气分离器（S04101），分离夹带的水分，再进入煤气过滤器（S04102），除去煤气中的其他杂质。净化后的煤气经煤气换热器（E04101）加热到280℃左右，后进第一变换炉（R04101）进行变换反应，出第一变换炉的高温变换气进煤气换热器（R04101）换热，在煤气换热器（E04101）中加热煤气化装置来的粗煤气，换热后的变换器进入中压废热锅炉（E04103）中，在此，副产2.6MPa（G）的中压饱和蒸汽，然后在265℃左右进入第二变换炉（R04102）。第二变换炉（R04103）出来的变换气经过中压废锅II（E04102）调温至260℃左右后进第三变换炉（R04103）继续进行反应。出第三变换炉（R04103）的变换气进低压废热锅炉（E04105）副产0.6MPa（G）的低压饱和蒸汽，此时变换气温度降至202℃左右，进入1#变换气分离器（S04104）分离出冷凝液后，变换气继续进入锅炉给水预热器（E04113）降温，在2#变换气分离器（S04104）分离冷凝液后进入除盐水预热器II（E04107）,在5#变换分离器（S04110）中分离出冷凝液后继续进入除盐水预热器（E04114）中，此时温度降至70℃，经3#变换气分离器（S04105）后分离冷凝液，而后再进入变换气水冷器（E04108），冷却至40℃后进入酸性气体脱除工序。

从1#、2#和5#分离器（S04103、S04104、S04110）出来的高温冷凝液经冷凝液闪蒸槽（S04109）汇合并闪蒸后，液相经冷凝液泵II（P04103A/B）加压后，直接送往煤气化装置。

一氧化碳变换工序的低温工艺冷凝液、低温甲醇洗来的洗氨水以及塔顶回流液进入冷凝液汽提塔上部（冷凝液汽提塔操作压力0.4MPaa），在冷凝液汽提塔中用来自管网的低压蒸汽汽提，从冷凝液汽提塔底部出来的汽提后工艺冷凝液NH3含量小于10ppm，从冷凝液汽提塔顶部出来的气体尾气在汽提气水冷器（E04109）中用循环水冷却到40℃后进尾气分离器（S04107），尾气分离器（S04107）分离出来的冷凝液一部分送到冷凝液汽提塔顶部作为回流液，约有33-55%的冷凝液送氨法脱硫装置，出汽尾气分离器（S04107）的汽提尾气送火炬焚烧处理。

变换催化剂的升温硫化设置单独的升温硫化系统，升温还原介质经过氮气鼓风机（B04101）加压后，经开工加热炉（F04101）加热至200-400℃后进入各段变换炉对催化剂分别进行升温硫化，出各段变换炉的升温硫化介质经过氮气冷却器（E04110）后进氮气分离器（S04108），分离出液态水分后进入氮气鼓风机形成循环，同事补充少量氮气、氢气及二硫化碳。另外，设有CS2贮槽（T04101）盛装CS2，做升温硫化用。

2．酸性气体脱除工序工艺流程说明

(1)H2S和CO2的吸收

从变换工序来的变换气(流量253186Nm3／h，温度40℃)，在5.87MPaA的压力下被送到甲醇洗装置，先在变换气洗氨塔C04207内洗涤到NH3＜2ppm。洗氨后的变换气中含有饱和水，为防止变换气中的水分在冷却后冻结，需要向其内喷射注入少量的贫甲醇溶液。注射了贫甲醇的变换气在原料气冷却器E04201中与液氮洗来的冷合成气、二氧化碳和尾气换热，冷凝后的甲醇与水的混合物从原料气分离罐S04201中分离出后进入洗涤塔C04201，用甲醇洗涤以脱除酸性气体，当净化气中CO2≤20ppm，总硫＜0.1ppm后送往液氮洗装置。

洗涤塔分为上下塔，共四段，上塔为三段，下塔一段。从P04204泵出来的贫甲醇溶液，经水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液(流量283832kg/h)。上塔顶段为精洗段，以确保净化气指标，中间两段为CO2初洗段和主洗段，用经段间换热器E04205，E04206换热冷却后的甲醇（入主洗段-43.92℃，入初洗段-43.30℃）在低温下吸收气体中的CO2，吸收了CO2后的富甲醇在上塔底部分成两部分，一部分送至下塔作为脱除H2S，COS等组分的洗涤液(约占50％，温度-8.74℃)，另一部分经换热器E04217、E04207和E04204与合成气、富甲醇和氨蒸发换热后降温至-33℃左右进入闪蒸罐S04203，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。吸收H2S后的甲醇溶液由下塔底部排出，经换热器E04219、E04207和E04203分别与二氧化碳气、富甲醇和氨蒸发换热后进入闪蒸罐S04202，在1.75MpaA压力下进行闪蒸。

S04203和S04202的闪蒸气汇合后并与液氮洗来的循环氢混合后经循环气压缩机K04201增压送至洗氨塔后本工序的原料气中，以回收有用组分H2。

(2)H2S的浓缩

从S04203底部引出的含CO2不含硫的甲醇液，经节流减压进入C04202塔顶部，闪蒸出大部分CO2气体，其液体作为C04202和C04203塔上部的回流液，洗涤含硫甲醇解析出的H2S组分，回流液流量分配通过FV-04209调整，以确保离开C04202塔顶部产品CO2气和C04203塔顶部尾气中硫含量达标；从S04202底部引出的含硫甲醇液经节流减压分别进入CO2解析塔C04202中段(流量51166kg/h，用FV-04208调整)和H2S浓缩塔C04203上塔(流量204662kg/h)，在此部分将CO2和H2S从甲醇中解析出来。

收集于C04202塔下部塔盘上的甲醇液，经液位控制LV-04225阀送到C04203塔上塔底部。进入C04203上塔的三股溶液经减压气提解析出大部分CO2，由于CO2解析吸热，使其温度降至整个系统最低。该低温甲醇液收集于C04203塔中部集液盘上，经P04201泵加压送至2#甲醇冷却器E04208和洗涤塔段间冷却器E04206回收冷量后温度升高，进入S04207闪蒸罐闪蒸。S04207闪蒸出的气体后进入C04202塔下部，甲醇液经P04202泵加压并在E04207中换热升温后也进入C04202塔下部。C04202塔底部的甲醇液经LV-04223阀节流膨胀进入C04203下塔中部，进一步被减压气提。

为使甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在C04203塔底部通入低压氮(12500Nm3／h)，用N2气破坏原系统内的气液平衡，降低CO2在气相中的分压，使液相中的CO2进一步向气相中释放。经C04203塔解析出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出。

(3)甲醇热再生

从C04203塔底部出来的甲醇液中含有系统几乎全部的H2S和少量CO2，经泵P04203增压和JF04202过滤后，在1#甲醇冷却器E04209和热再生塔进料加热器E04210中加热后进入热再生塔C04204，经甲醇蒸汽加热气提再生后，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出。甲醇蒸汽在水冷器E04212中冷却后入热再生塔回流罐S04206，部分冷凝下的甲醇分离出来，经泵P04206送至C04204塔顶作为回流液。S04206罐的气体继续在E04214和氨冷器E04213冷却后入S04205罐，冷凝下的甲醇送至C04203底部回收，而气体部分循环至C04203，部分经E04214升温后送至界外硫回收。

经C04204再生后的甲醇由塔底送出。塔底贮罐有隔板将其分为冷区和热区，热区侧用再沸器E04211提供热量，冷热区在塔外有连通管，热区的甲醇溶液经泵P04205抽出，在贫甲醇过滤器JF04201中过滤，然后大部分甲醇溶液与从冷区底出来的甲醇液汇合在E04210中换热降温后到甲醇贮罐S04204，而小部分甲醇在E04216中换热后进入甲醇/水分离塔C04205顶部作为该塔的回流液。S04204中的甲醇经泵P04204升压后，在水冷器E04218，1#甲醇冷却器E04209，2#甲醇冷却器E04222，以及3#甲醇冷却器E04208中换热降温至约-61.77℃，进入C04201塔顶部作为洗涤液。出E04218的贫甲醇有一小部分作为注射甲醇送至E04201前的原料气管线内。

(4)甲醇/水分离

从原料气分离罐S04201底部引出的含水甲醇在换热器E04216中与C04204塔底来的贫甲醇换热，经S04208闪蒸后进入C04205塔，参与蒸馏。从塔C04206底部来的甲醇水溶液经水循环泵P04207加压，在E04220中换热升温后进入C04205塔参与蒸馏；该塔的塔顶回流液为来自泵P04205出口经E04216换热的那一小部分贫甲醇。C04205塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往C04204塔参与再生，塔底的蒸馏水经E04220回收热量后，作为废水排放（CH3OH≤0.01％）送至污水处理； C04205塔由再沸器E04215提供热量来维持塔的热平衡。

(5)CO2气和尾气水洗

从C04203塔顶出来的低温尾气，经氮气冷却器E04221、2#甲醇冷却器E04222、原料气冷却器E04201回收冷量温度升高后进尾气水洗塔C04206，同时产自C04202塔的低温CO2气，经E04219和E04201回收冷量升温后大部分送往CO2压缩机，多余部分并入尾气中，用塔顶来的脱盐水（流量4800 kg/h）洗涤，为防止洗涤后尾气中所含的饱和水冷凝，可部分尾气（50%的左右）进C04206。尾气水洗塔顶得到符合排放标准的尾气排放至大气。

3.硫回收工序工艺流程说明

来自甲醇洗工序的酸性气经酸气加热器用蒸汽加热至140℃,进入H2S主燃烧炉（Z05101），在H2S主燃烧炉（Z05101）中，酸性气和一定比例配入的氧气混合发生燃烧，并与炉内另一股酸气发生H2S的克劳斯反应。

在燃烧炉中主要反应的反应式为： H2S＋1／2O2→S＋H2O H2S＋3／2O2→SO2＋H2O 出炉的高温气体在废热锅炉E05101与锅炉软水换热，生成0.6MPa饱和蒸汽，并在此分离出液态的硫。从废热锅炉出来的气体经过一级过程气加热器升温至240℃进入一级克劳斯反应器R05101A床层进行催化转化反应，反应器内装填硫回收多功能催化剂,在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O COS+H2O→H2S+CO2 CS2+2H2O→2H2S+CO2 反应后的气体进入一级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入二级过程气加热器用中压蒸汽加热至220℃左右进入二级反应器进行二段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入二级硫冷凝器降温至160℃回收硫磺,脱硫后的气体进入三级过程气加热器用中压蒸汽加热至200℃左右进入三级反应器进行三段催化反应。在反应器中主要的化学反应式如下：

2H2S+SO2→3/XSX+2H2O 反应气出反应器后进入三级硫冷凝器至130℃回收硫磺，冷凝后的气体进入硫磺捕集器分离残存的液硫后，尾气和液氮洗装置送过来的燃料气以及煤气化装置送过来的贫酸性气一起送去焚烧炉焚烧，焚烧炉出口设置废热锅炉产生中压蒸汽，尾气降温至180℃左右送往锅炉烟气脱硫系统。

来自硫回收工序的热态液体硫磺经过过滤器进入硫磺造粒机G48101内，呈液滴状滴落到运行的冷却钢带上冷却成形，颗粒直径为3~6mm。冷却固化后的颗粒进入包装机贮斗，贮斗下来硫磺进入包装机的秤上料斗，经半自动包装机组L48101称量、灌袋、封口、包装后的成品袋装硫磺由人工送入库内码垛贮存。外运时由人工拆垛装车。4.气体精制工序工艺流程说明

来自酸性气体脱除工序30℃,5.31Mpa（g）的合成气，进入分子筛吸附器（Z04301A）和（Z04301B）,在分子筛吸附器中，微量CO2和甲醇杂质被分子筛吸附，这是为了防止液氮洗单元的堵塞。分子筛吸附器有2台，1台处于吸附状态，另一台处于再上状态（两台吸附器自动切换使用）。吸附器单元采用低压氮气作为分子筛的再生气，在生气首先在在生气加热器（E04301）中的氮气用中压蒸汽加热至约220℃，经分子筛后，进入再生气冷却器E04302冷却至30℃后送低温甲醇洗装置作为H2S浓缩塔的气提气，被吸附的甲醇被回收到甲醇循环系统。吸附后的净化气进入低温段的冷箱，使热量渗透减至最小。在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ（E04305）中气体被气体逆流冷却然后进入氮洗塔（C04301）。在氮洗塔（CO4301）中，气体中的Ar、CO和CH4等杂质被液氮溶解吸收，从塔底排出。含有约15mol﹪N2的净化气从塔顶离开。

为满足合成气中的H2:N2=3:1的要求，需补入的高压氮气在但气冷却器（EO4303）Ⅰ和原料气/高压氮气冷却器（E04304）中用冷工艺物流冷却，然后进行液氮洗。原料气/高压氮气冷却器Ⅰ（E04304）下游的氮分成两股。一部分继续在原料气/高压氮气冷却器Ⅱ（E04305）中冷却液化为洗涤氮，经调节阀进入氮洗塔（C04301）。在气体混合器（M04301）中，另一部分氮作为配比氮经调节阀返回到来自C04301塔顶被E04305再热的合成气中（M04301上游合成气中H2:N2高于3:1）。合成气在EO4304中加热并分成两部分，一部分在酸性气体脱除工序被加热，另一部分在E04303中被加热，被加热后两部分合成气合成一股，通过直接调节高压氮气使冷箱出口合成气中H2:N2=3:1，然后送往合成气压缩工序。

离开C04301的液体减压去氢气分离器（SO4301）进行闪蒸。闪蒸气中的H2含量约为1﹪。在换热器E04305，EO4304和EO4303中被加热，经酸性气体脱除工序的循环气压缩机循环，使氢得到回收。氢气分离器（SO4301）分离出液体减压后，在换热器EO4305，EO4304和EO4303中换热，最后离开液氮洗工序送入硫回收装置尾气焚烧炉焚烧处理。将高压氮气注入净化气来补充冷量的损失，以维持低压。系统所需的大部分冷量通过氢气分离器（SO4301）的液体的膨胀和蒸发产生。进料气采用上述描述的方法减压产生的冷量不足以进行低温分离。系统所需冷量不足部分由液氮在EO4305中蒸发提供。气相从液相中分离出来后在换热器EO4305，EO4304和EO4303中加热。纯氮可以在大气中释放或者继续用于冷箱。

为了满足开停车的需要，系统设置安全排放部分，包含缓冲罐（DO4302）和火炬气体加热器（EO4306）,将也氮洗装置中的冷物料收集起来，采用低压蒸汽加热后送火炬。

5．合成气压缩工序工艺流程说明

由氮洗单元来的约5.03MPaG,30℃，68605㎏/h的氢氮合成气，经一道带旁路的电动阀后进入合成气压缩机103-J第一级叶轮，经前八级叶轮压缩后的合成气与从120-C返回的来的约14.7 MPaG,26℃，186620㎏/h的循环气汇合后，经第九级叶轮压缩至约15.4MPaG，46.8℃，255980㎏/h进入103-J出口管线送出。

103-J设置了二条防喘管线。一条是从120-C返回的来循环气在进103-J三段入口前由防喘阀PV5320控制返回二段入口；另一条是从116-C冷却器出口由PV5310控制的返回一段入口。以上二条防喘振回路用于103-J的防喘操作与负荷调节。

103-J在三段出口和入口之间设了一个平衡阀HV5340，在压缩机充压时平衡三段入口与出口之间压力。

在103-J一段入口管线上配置有安全阀PIV-SG1411，经排放管线去火炬总管。在103-J三段出口管线上另设有经PV5330阀去124-C的小循环管线；去机组的高压工艺气密封管线；并设有PRV-103J安全阀，经排放管线去火炬总管。

另外压缩机组在一段出口和三段出口设了二个停车泄压放空阀PV5319和PV5341；放空气送火炬。

6．氨合成工序工艺流程说明

由气体精制来的新鲜合成气经合成气压缩机进口缓冲槽（153-D）进入合成气压缩机（103-J），新鲜气先经压缩段加压，压缩后气体经段间冷却后再与进出塔热交换器(121-C)来的循环气汇合进合成气压缩机循环段，混合气最终压缩至15.5MPaA出合成气压缩机。压缩后合成气经进出塔热交换器（121-C）预热后进氨合成塔（105-D）反应。出氨合成塔反应气（温度约441度，氨含量约20%），经高压锅炉给水预热器（123-C）回收热量后，反应气再进入合成塔进出口换热器预热进塔（121-C）。合成气再经水冷器（124-C）及组合式氨冷器（120-C）冷凝冷却至0度后，进高压氨分离器（146-D）分离冷凝的液氨，分氨后的循环气经组合式氨冷器（120-C）回收冷量后进压缩机循环段与新鲜气汇合，重复上述循环。

高压氨分离器（146-D）分离出的液氨进入闪蒸槽（147-D），通过减压（至1.86MPaA）闪蒸出溶解的气体，闪蒸后的液氨送往冷冻工序氨接收槽（149-D）,闪蒸出来的气体与冷冻工序的不凝气体混合，经驰放气冷却器（160-C）冷却回收其中的氨，液氨返回闪蒸冷冻槽（120CF1-120CF2-152-D）,气相排放至火炬系统。

当尿素装置停车时，来自闪蒸冷冻槽冷氨经冷氨泵加压后送氨罐区贮存。

7．冷冻工序工艺流程说明

来自酸性汽提脱除工序，氨合成工序气氨按照其压力等级，分别送至氨压缩机（105-J）的一级、二级、三级进口闪蒸罐。经三级压缩后至1.6MPaA后，经氨冷凝器（127-C）冷凝后，液氨靠重力自流至液氨收集槽（149-D），溶解于液氨中的惰性气体在液氨收集槽分离，经驰放气急冷器（160-C）冷却后排放至火炬。由液氨收集槽冷侧送出的氨送氨合成工序进行闪蒸，为其提供冷量，制冷过程如此循环。正常情况下，由液氨收集槽热侧送出的热氨经热氨泵（124-J/JA）加压后送尿素装置。

各节点流量、压力、温度如下:

变 换379710 kg/h 压力6.27MPa 温度242.25/40℃ 酸脱282508 kg/h 压力5.87MPa 温度40/-61.5℃ 液氮洗16801 kg/h 压力5.31MPa 温度30/-190℃

压缩68605 kg/h

压力5.03/15.4MPa 温度30/℃

9.8MPa蒸汽80.8T/H 氨合成255980 kg/h 压力15.4MP 温度450℃

氨压缩机 63668 kg/h

压力2.10MPa 温度40℃

5.合成氨工艺总流程与压缩机 篇五

本装置以中原油田天然气为原料，采用传统流程的一二段烃类水蒸气转化，高低变，脱碳及甲烷化法。

1、原料气压缩和脱硫

来自界区，压力2.25巴（绝）、温度30℃，含总硫50p.p.m的天然气，经分离器(01-F001)分离掉所带油水后，进入原料气压缩机(01-K001),经四段压缩至52.5巴（绝）、温度114℃。出原料气压缩机的气体与来自合成压缩机（07-K001）的少量合成气相汇合，控制含2-5%H2，作为予脱硫钴-钼加氢转化用。

一二段烃类水蒸汽转化是在镍催化剂上进行，硫及其化合物对镍催化剂毒害极大，要求进入转化的原料气中含硫量在0.1p.p.m以下，因此转化前必须脱硫。

经压缩和返氢后的原料气，入对流段盘管（03-B002E04）加热至370℃，于钴-钼加氢反应器（01-R001）中反应，将有机硫转化为无机硫。然后在氧化锌脱硫槽（01-R002A/B）里硫被脱除，控制含硫小于0.1p.p.m。

2、转化

经脱硫的原料气与来自工艺冷凝液汽提塔（05-C003）的水蒸汽和来自冰机的蒸汽透平（09-MT01）或发电机蒸汽透平（85-MT01）的背压蒸汽，按比例调节进行混合，控制水碳比为2.75左右、温度在372℃。此原料-水蒸汽混合气相继进入一段转化炉对流段盘管（03-B002E01A）和（03-B002E01B）换热，在两盘管间还设置喷雾温度调节器（03-B002E08）用它来调节出盘管（03-B002E01B）的混合气加热至580℃。此混合气从转化炉管顶部进入，在镍催化剂作用下进行转化反应。出一段炉的转化气压力43.5巴、温度804℃，含16.3%CH4。

含CH416.3%的一段转化气自二段炉（03-R001）底部进入，经中心管至炉顶，与来自空压机（02-K001），压缩至45巴，途径加热盘管（03-B002E03）加热至500℃的工艺空气相混合，于炉中上部空间进行燃烧反应，反应后气体温升至1250℃左右。此高温气体相继流经炉中催化剂床层，继续进行转化反应。

出二段炉的转化气（工艺气），温度983℃左右，残余甲烷含量0.9%以下。为回收此高温工艺气的热量，入工艺气冷却器（03E001）使之产生328℃、125巴的高压蒸汽。出（03-E001）温度588℃的工艺气继续入高压蒸汽过热器（03-E002）,喷雾温度调节器（03-E005）,控制其出转化工序的工艺气温度为370℃左右。

经预热后的锅炉给水注入汽包（03-D001）,汽包与工艺气冷却器（03-E001）、废热锅炉（04-E001）和辅助锅炉相连通，设计为自然循环。自汽包输出的高压蒸汽，依次流经高压蒸汽过热器（03-E002）(03-B003E01)和(03-B002E02),将蒸汽过热至535℃，再分别送入冰机和发电机的蒸汽透平作动力。

3、变换

CO变换采取高低变流程。

370℃的转化工艺气，自高温变换炉顶部进入，于铁-铬系催化剂条件下进行反应，温升到444℃，CO含量降至3.87%。高变气由炉底出来，入废热锅炉（04-E001），回收热量产生高压蒸汽，高变气被冷却至375℃，继入锅炉给水预热器（04-E002）,降温至204℃，而后入低温变换炉。

低变是在铜-锌-铝系催化剂条件下进行反应，反应后气体温升至236℃，CO含量为0.36%。低变气在锅炉给水预热器（04-E003）中换热，冷却至176℃，此温度下已有水蒸汽冷凝。

为便于低变催化剂的升温还原，还专设置一套氮循环系统。

4、脱碳

CO2脱除，采用节能型的苯菲尔脱碳流程。

为回收低变气中的热能，含CO217%左右的低变气依次流经气体冷却器（05-E001）,再沸器（05-E002）及脱盐水预热器（05-E009）而得以产生低压蒸汽，发生汽提蒸汽和加热了脱盐水。低变气冷却至95℃左右，自吸收塔（05-C001）下部进入，与塔顶喷淋下来的吸收液（贫液）逆流接触。经下塔吸收后的气体中CO2含量降至0.4%，再经上塔吸收，从塔顶逸出的脱碳气，温度70℃，CO2含量却为0.1%。而后经分离器（05-F002）回收随气体带出的溶液。

吸收塔底流出的富液，经水力透平（05-MT01）送至解吸塔（05-C002）顶部，溶液减压闪蒸出部分水蒸气和二氧化碳，然后向下流经解吸塔填料，此时溶液与再沸器（05-E002）及闪蒸槽（05-D002）返回的蒸汽逆流接触，实现汽提，达到再生目的。

解吸塔顶部压力控制为1.52巴（绝）时，塔底溶液温度为118℃左右。

解吸塔底流出的溶液，入闪蒸槽（05-D002）,经五级闪蒸压力降至0.89巴（绝），此时溶液温度为100℃左右。闪蒸释放出的蒸汽由蒸汽喷射器（05-A001,05-A002,05-A003,05-A004）和蒸汽压缩机（05-K001）注回解吸塔。为节省蒸汽压缩机功耗，在最后一级闪蒸溶液用锅炉给水做适当加热。

再生好的溶液，经贫液泵（05-P001A/B）送出，分两路送入吸收塔：一路为大致25%的溶液量，经热水加热器（05E010A/B），将溶液冷却至70℃入上塔；另一路则将其与75%的溶液量，不经冷却器直接送入下塔。

且溶液泵（05-P001A/B）与水力透平（05-MT01）是在同一轴上，由此水力透平所回收的能量可以补偿溶液泵轴功率的40%。

脱碳系统中，自分离器（05-F001）分离出来的工艺冷凝液，经冷凝液预热器（05-E008），被冷却至98℃。由冷凝液泵（05-P006A/B）送经冷凝液预热器（05-E011A/B）被加热后入汽提塔（05-C003），与来自冰机蒸汽透平（09-MT01）或发电机蒸汽透平（85-MT01）的背压蒸汽与塔中逆流接触，进行汽提。使用水蒸汽量每小时15吨。塔顶逸出的汽提蒸汽（其中包括转化、变换的付产物甲醇、乙醇、氨等）送往转化工序。

从解吸塔顶（1.52巴、94℃）排出的CO2气，入脱盐水预热器（05-E004A/B）、水冷却器（05-E007A/B）换热，冷却至40℃。此CO2气冷凝液于（05-F003）和（05-F005）分离器中将冷凝液分离下来，用泵（05-P002A/B）将少量冷凝液分别送入解吸塔顶的洗涤塔板、闪蒸槽的洗涤料盘作洗涤水和溶液泵、水力透平的清洗液。而其余冷凝液经（05-E008）预热至120℃，送回（05-E001）作为锅炉给水用。分离器分离出的CO2气，送尿素装置CO2气压缩机的吸入端。

5、甲烷化

脱碳气中含0.1%CO2、0.44%CO，是远远超过对合成气中（CO+ CO2）<10p.p.m的要求，为此采用甲烷化法除去少量的CO和CO2。

70℃的脱碳气，在换热器（06-E001）中被加热至300℃，入甲烷化炉（06-R001）,反应放热，温升至336℃左右。此热气在换热器（06-E001）中被冷却至100℃。继入水冷器（06-E003）中，冷却至40℃，气中含（CO+ CO2）<10p.p.m，成为合格的N2.H2混合气，即新鲜气。

6、合成气的压缩及氨合成

氮与氢在铁催化剂条件下合成氨，当压力98.24巴、440℃时，平衡氨含量为17.92%。因此，大量未参与合成的N2.H2应循环使用。同时，为降低合成氨能耗，采用了径向合成塔和两级氨冷。

甲烷后的工艺气（新鲜气），在38.3巴、40℃下，经分离器（07-F001）分离水份，入离心式合成气压缩机（07-K001），经一段压缩至65.4巴、112℃，此时少量气体送脱硫，用于钴-钼加氢，大量气体经中间冷却器（07-E002）和分离器（07-F002）冷却分离后，入合成气压缩机高压缸，压缩至101.95巴、100℃。为保证催化剂不受毒害，出高压缸的新鲜气进入第一氨冷器（08-E005）,冷却器至5℃此时新鲜气的水蒸汽和CO2气被冷凝，于分离器（07-F003）中分离掉。自（07-F003）逸出的新鲜气与（08-E005）出口的回路气在管路中汇合，由于回路气中部分液氨的汽化，使汇合后的循环气降温至0.9℃，继入第二氨冷器（08-E006），降温至﹣10℃，在该温度下大部分气氨冷凝。随之物流入氨分离器（08-F001），分离下来的液氨入氨闪蒸槽（08-D001）,闪蒸后的液氨，用泵(08-P001A/B)送往尿素装置或球罐储存，从（08-F001）分理出的冷气，经冷热交换器（08-E004）回收冷量，而后入（07-K001）循环段进行压缩，以补充回路压降的损失。出循环段的气体（105.8巴、32℃），经热交换器（08-E002）,温升至239℃左右，入合成塔（08-R001）。

105巴、239℃、含4.12%NH3的循环气，流经三床层的径向合成塔，在铁催化剂上进行合成反应。出塔气压力为101巴、414℃、含16.36%NH3，入废热锅炉（08-E001）回收热量，产生127巴、329℃的高压蒸汽。合成气被冷却至275℃，继入（08-E002）、（08-E003）、（08-E004）换热器换热，合成气温度分别降至53℃、38℃、23℃，而后入第一氨冷器（08-E005）。出第一氨冷器的回路气与新鲜气相汇合为循环气。这样形成的一个循环过程，称之“合成回路”。

因新鲜气中含惰气（CH4+Ar）1.86%,在不断循环过程中惰气的含量会积累增多，影响氨的生成。为此，出（07-K001）循环段的气体需要放空一部分，以控制循环气中惰气含量。此放空气送往氨回收装置。

7、冷冻

来自第二氨冷器（08-E006）的气氨（﹣15℃、2.36巴）来自第一氨冷器(08-E005)及气体冷却器（10-E004）的气氨（0.5℃、4.38巴），分别进入氨压缩机又称冰机（09-K001）一段的吸入侧，经一段压缩的出口气氨（86℃、9.34巴），入中间冷却器（09-E005）冷却后与从氨闪蒸槽（09-D001）来的气氨相汇合，于42℃、9.08巴压力下进入（09-K001）的二段吸入侧，压缩至16.6巴、100℃，经水冷器（09-E002A/B）冷却冷凝，气氨液化为液氨，入氨受槽（09-D002）。冰机由蒸汽透平（09-MT01）驱动。

氨受槽（09-D002）中的液氨，温度较高，可称为热氨。此热氨流经换热器（09-E003A/B）、氨闪蒸槽（09-D001）及产品氨加热器（09-E004）与来自闪蒸槽（08-D001）的冷氨进行热交换，使之冷却、减压降温，重新作为冷冻剂送往氨冷器（08-E005）、（08-E006）和气冷器（10-E004）使用。冷氨用泵（08-P001A/B）提压至22.6巴、20℃送往尿素装置。

8、氨回收

氨合成回路的放空气及氨闪蒸槽（08-D001）的闪蒸汽（驰放气）中氨需要回收。此流程采用水吸收，氨水再蒸馏的方法。

氨合成回路来的放空气，入吸收塔（10-C001）底部，与塔顶喷洒下的净化水作逆流吸收。吸收后，气体中还含氨0.02%，继入气体冷却器（10-E004）,用氨冷将气体中残氨冷凝回收，处理过的气体主要去氢回收。但去氢回收的气体量由CO2﹣NH3比来决定，过剩气体送燃气轮机或一段转化炉的燃料系统。

闪蒸槽（08-D001）来的驰放气，入吸收塔（10-C003）底部，用净化水吸收，出吸收塔气体中含氨0.1%送一段炉燃料系统。

吸收塔（10-C001）底流出的氨水，浓度为15%（摩尔），经换热器（10-E001A/B/C）加热后,加入汽提塔（10-C002）的两填料段之间。以此同时，从吸收塔（10-C003）底流出的氨水，用泵（10-P002A/B）也同样加入汽提塔两填料段之间。

汽提塔在加料口的上部为精馏段，下部为提馏段。汽提蒸汽由再沸器（10-E005）提供，再沸器用中压蒸汽加热。

汽提塔顶设有冷凝器（10-E003），从塔顶蒸出的气氨，在冷凝器中冷却冷凝为液氨，部分液氨做回流液，其余液氨送闪蒸槽（08-D001），未冷凝汽送惰气冷却器（09-E001）。

汽提塔底流出的氨水浓度为0.11%（摩尔），经换热器（10-E001A/B/C）和水冷器（10-E002A/B）冷却后，分别返回吸收塔（10-C003）和用泵（10-P001A/B）送回吸收塔（10-C001）作吸收剂，如此循环使用。

9、氢回收

经氨回收后的气体，按NH3﹣CO2平衡的要求量入吸附器（11-R001A/B）,将气中的NH3、HO2、CO2彻底清除，而后入冷箱（11-E001）,冷却降温使部分N2 及CH4冷凝液化，形成富氢气，于分离器（11-F001）中分离。分离出的富氢气入（07-K001）循环段。分离出的液体经减压阀减压，自由膨胀而降温，冷气返回冷箱与入气相换热，来降低入气温度。

出冷箱尾气，部分去再生气预热器（11-E002）,被加热后入吸附器（11-R001A/B）将分子筛再生，再生气送燃料系统；其余部分尾气则直接送燃料系统。

10、氨贮存

有两个球形氨罐，每个贮氨量2500吨。液氨在4.8巴、3℃条件下贮存。其流程设置正常操作时：

氨合成装置正常运行，产品液氨直接送往尿素装置。这时没有产品氨送入氨罐。只因外界的热传入球罐，使少量的液氨蒸发为气氨。此时将这些少量的气氨经压力控制系统（PIC）送冷冻装置。气氨经氨压缩机压缩，冷凝器（09-E002A/B）冷凝，再返回球罐。

气体压缩

制氨装置对气体的输送、压缩和制冷过程，共设置了四台离心式压缩机。即原料气压缩机（01-K001）、空气压缩机（02-K001）、合成气压缩机（07-K001）和氨气压缩机（09-K001）。这四台离心式压缩机除空压机由燃气轮机驱动外，其他均为汽轮机所驱动。

1.原料气压缩机（01-K001）

对大型化、单系列日产1000吨氨的装置，原料气流量大，压缩比又较低的条件下，宜采用离心式压缩机。加之界区送来天然气气压低，进吸入端压力仅只2.25巴，因此，选用了2MCL528-2BCL358型双缸四段离心式压缩机，它由NK32/36型蒸汽透平所驱动。

正常生产时，入压缩机原料气原料气流量为23261Kg/h，经三段压缩后其中1402Kg/h送燃气轮机，其余21859Kg/h入四段压缩至5206巴后入一段转化炉。

2.空气压缩机（02-K001）

二段转化炉所需工艺空气，燃气轮机所需燃烧空气和全厂的仪表空气等均有空气压缩机供给，因不同用处所需空气的压力、流量等参数的各异，选用了2MCL805+3MCL457型离心式压缩机。该机由MS3002型燃气轮机（02-MT01）驱动，在开工操作和极限操作工况时，为保证燃气轮机工作状态的效率，还配置有由中压蒸汽驱动的背压汽轮机作为辅机。同时为保证燃气轮机所使用空气的质量，配置有全自动的脉冲净化过滤器（02-MT01-FOV）和空气入口消音器（02-K001-D001）。流程图No.1 3.合成气压缩机（07-K001）

为实现氨合成回路的要求及本装置入合成气压缩机的进入压力为38巴，最终排出压力为105.8巴这一压缩比小而段数少的特征，选用了双缸三段的BCL407-2BCL407型离心式压缩机，最后一段为循环段，新鲜气与回路气在缸外混合。该机由汽轮机（07-MT01）驱动。流程图No.5。

经甲烷化冷却器（06-E003）冷却后的合格N2、H2混合气，即合成气，其中含水分0.19%。在38巴40℃入（07-K001）一段，压缩至65.4巴，温度112℃。出一段合成气约45.4Kmol/h的气量送脱硫钴-钼加氢反应使用，其余气量经中间冷却器（07-E002）和分离器（07-F002）冷却分离水分后入二段压缩。出二段气压力为101.95巴、100℃，气中还存有极少量的水蒸汽及CO2，这些含氧化合物不仅是催化剂的毒物，且易产生结晶，堵塞管道，危害设备。为了确保安全生产，必须清除极少量的水汽及CO2，因此，出二段的合成气依次经水冷器（07-E003）和氨冷器（08-E005）,降温至5℃，此时水蒸汽及CO2几乎全部冷凝，入（07-F003）将其分离。出分离器的合成气与回路气汇合后循环入三段（循环段），经循环段压缩至105.8巴，32℃。

4.氨气压缩机（09-K001）又称冰机

据本装置为两级氨冷的冷冻循环，选用了2MCL528/1单缸两段离心式压缩机，由HG32/20背压冷凝式蒸汽透平（09-MT01）所驱动。

01-K001-P01/P02

润滑/密封油泵 02-MT01-P02

辅助润滑油泵 02-MT01-P04

调节油泵 03-P001A/B

冷凝水泵

05-P001A/B

溶液泵（主泵）增压泵 05-MT01

05-P002A/B

05-P003A/B

05-P005

05-P006A/B

07-K001-P01/P02

07-K001-P03/P04

07-P001A/B

07-U003-P01/P02

09-K001-P01/P02

10-P001A/B

08-P001A/B

82-P001A/B/C

81-P001A/B

水力透平冷凝水泵 过滤泵 废液泵 冷凝液泵

润滑油泵

密封油泵

冷凝液泵

润滑油泵

润滑/密封油泵

洗涤泵

NH3泵

锅炉给水泵

液氨泵

尿素装置

P-101A/B高压氨泵 P-102A/B高压碳铵泵 P-103A/B中压碳铵液泵 P-105A/B氨升压泵 P-106A/B尿素溶液泵 P-108A/B熔融尿素泵

P-110A/B蒸汽冷凝液冲洗泵P-113A/B蒸汽冷凝液泵 P-114A/B解吸塔给料泵 P-115A/B水解器给料泵 P-117A/B冷凝液抽提泵 P-118A/B润滑油泵

6.合成氨工艺指标 篇六

景志林，张仲平（山西焦化股份有限公司，山西 洪洞 041606）2007-12-14 山西焦化股份有限公司现拥有80 kt/a合成氨，130 kt/a尿素的生产能力。公司拟建设15 Mt/a焦炉扩建项目（二期工程）。焦炉装置建成后，产生的焦炉煤气除自用外，可外供焦炉气32650 m/h，这些焦炉气若不及时加以利用，不仅对当地大气环境造成不利的影响，还会造成能源的极大浪费。

对于富裕焦炉煤气利用问题，公司经过多方论证，考虑到多年氮肥生产的技术和管理优势，计划配套建设以焦炉煤气制180 kt/a合成氨，300 kt/a尿素的生产装置。本文介绍“18·30”项目合成氨制备中主要工艺技术路线的选择。焦炉气配煤造气制合成氨的必要性

焦炉气生产合成氨类似天然气生产合成氨，焦炉煤气自身的特点是氢多碳少，C/H低，焦炉气成分如表1。单独用于合成氨生产时，原料气耗量大，弛放气排放量多，单位产品能耗高。必须补碳。综合考虑，周边煤炭资源丰富，价格便宜，宜采用煤制气补碳，煤制气有效成分（H2+CO）高，可以把合成气调整合理，最大限度地利用原料气。

因此，要想取得好的经济效益，合理地利用原料资源，采用煤、焦、化一体化的联合流程，不仅将能源和环境保护结合起来，而且将传统的焦化工业与化学工业及化肥工业有机地结合起来，生产大宗支农产品——尿素，是新一代焦炉气综合利用的好途径。2 工艺生产路线概述

将来自焦化厂净化后的剩余焦炉煤气，进入气柜进行混合、缓冲，然后通过罗茨鼓风机升压，湿法脱硫装置脱除焦炉气中的H2S，再加压至2.3 MPa，送干法脱硫装置，将气体中的总硫脱至7 mg/m以下，利用深冷空分装置送来的富氧，混入蒸汽进行催化部分氧化转化，将气体中的甲烷及少量其他烃转化为CO和H2，转化后的高温气体经废锅回收热量降温后，补加蒸汽进入变换工序的中变炉，进行CO变换反应，调整CO含量至3%，然后进入ZnO 精脱硫槽，将气体中的总硫脱至（1～3）×10，再进入装有铜锌催化剂的低温变换炉，控制变换气中CO含量为0.3%。

灰熔聚粉煤气化炉生产的煤气，单独进行压缩、净化、中温变换，之后也进入ZnO 精脱硫槽，与转化后的中变气混合，一起进入低温变换炉，进行深度变换。变换后的低变气进入脱碳装置脱除CO2，控制脱碳气中CO2含量≤0.2%，再经甲烷化装置精制，使气体中的CO＋CO2 ≤20×10，合格的氢氮气经合成气压缩机组，加压至31.4 MPa送往氨合成装置。氨合成采用31.4 MPa的高压合成工艺。流程示意如图1。氨合成产生的放空气净氨后，作为转化装置预热炉的燃料气。

－6－6

3图1 工艺技术路线方框图 合成氨工艺的选择 3.1 焦炉气的转化

焦炉气转化制氨合成气有以下两种方案。

方案一 蒸汽转化

本方法通过蒸汽转化，将焦炉气中的甲烷转化为H2、CO、CO2，以降低合成气中的惰性气体含量，同时增加CO、CO2量，该法制得的合成气中氢含量高，H2/N2在补N2时调节。缺点是：蒸汽转化炉投资较高，能耗较高，致使生产成本偏高。

方案二 富氧—蒸汽转化的方法

采用本方法的特点是转化所需热量通过转化炉内焦炉气的燃烧提供，燃烧后的尾气没有外排而是直接进入合成原料气中，生产合成气的H2/N2比例由加氮量控制。该法比以天然气为原料的蒸汽转化生产合成氨过程简单，流程简短，易于控制。虽然到目前为止，利用焦炉气生产合成氨的厂家还为数不多，但可以认为是工业应用中成熟的国产化技术。为节省空分装置的氧气用量，保证转化炉操作的稳定性和安全可靠性，流程中设置了蒸焦预热炉和富氧—软水预热炉。

综合各方面的因素，由于本装置的主要目的是利用富余的焦炉气生产合成氨，使焦炉气得到最大限度的利用。因此，采用富氧—蒸汽转化比较合理。3.2 煤造气

本装置造气采用常压灰熔聚流化床气化炉，净化加压后，在变换工序补入系统。

新建3台Φ3600 mm常压灰融聚流化床气化炉，两开一备，以粉煤为原料生产煤气，煤气经湿法脱硫，加压至2.3 MPa后，再经ZnO干法脱硫和中温变换，在ZnO精脱硫工序补入系统。

工艺流程主要包括进料、供气、气化、除尘、废热回收等工序。3.3 净化 3.3.1 脱硫工艺

（1）湿法脱硫 分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类。目前运用较为广泛且性能较好的脱硫方法有PDS法、改良ADA法，栲胶法、茶灰法、MSQ法、改良对苯二酚法、KCA法。

经过综合比较，栲胶脱硫和改良ADA脱硫都是本装置可以采用的脱硫工艺，但考虑到公司现有“8·13”装置采用的是改良ADA工艺，且使用效果良好，工人操作熟练，因此，本装置拟采用“改良ADA＋PDS”工艺。对再生后硫泡沫的处理，采用连续熔硫工艺，主要设备熔硫釜，选用邯钢化肥公司开发的、获国家专利的“连续进行硫回收的金属釜”。同时，设溶液回收装置。该工艺具有如下特点：设备台数少、不建厂房、投资较省；操作简单易掌握，生产安全；生产弹性大，可根据负荷间断或连续运行；操作人员少，维修量小，运行费用低；生产过程中没有废气、废渣、废液产生，操作环境好。

（2）干法脱硫

湿法脱硫后，焦炉气中仍含无机硫20mg/m,有机硫约250 mg/m，硫是转化、变换、甲烷化和合成催化剂的毒物，为降低消耗，延长催化剂使用寿命，采用干法脱硫。干法脱硫主要有氧化铁法、铁钼＋锰矿法、活性炭法、钴-钼加氢法、氧化锌法等。

无机硫的脱除相对容易，有机硫则不易直接脱除，一般先转化为无机硫，再进行脱除。加氢转化反应属可逆反应，故转化前先进行无机硫的脱除，以保证加氢反应彻底。焦炉气中硫的形态复杂，且含有较难转化的噻吩，用铁钼加氢串氧化锰法比较合适。该法在焦炉气制合成氨工艺中已运行多年，效果良好。因此，本装置选择此方法，并在氧化锰槽后串中温氧化锌槽把关，以确保总硫小于（1～3）×10。3.3.2 变换工艺

变换系统按照热利用方式，分为换热式流程和饱和热水塔流程两种。换热式流程一次性投资省，占地少，操作稳定，蒸汽消耗较高；而饱和热水塔流程可以多回收部分反应热，提高气体的温度和湿含量，减少外加蒸汽量，降低能耗，但装置投资费用较高。本装置变换操作压力高，由饱和塔带出的水蒸气量相对于中、小型氮肥厂的低压变换为低，因此本装置采用换热式中串低变换工艺，流程中设置废热锅炉回收变换反应热，副产的中压蒸汽用于本系统。3.3.3 脱碳工艺

目前合成氨厂采用的脱碳方法，大致可分为三类，即化学吸收法、物理吸收法和物理—化学吸收法。化学吸收法适合于CO2分压低的气体净化，此法净化率高，但脱碳溶液溶剂再生时需加热，能耗高，热钾碱法属于此类方法。物理吸收法适合于CO2分压高、处理量大的气体净化，脱碳溶剂再生采用降压工艺，不需加热，但净化率略低于化学吸收法。碳酸丙烯酯脱碳法（简称PC），聚乙二醇二甲醚脱碳法（简称NHD法）均属此类方法。物理—化学吸收法处理量大，净化率高，生产操作稳定，但脱碳溶剂的再生需加热，蒸汽耗量较大，N-甲基二乙醇胺加少量活化剂组成的脱碳溶剂（简称改良MDEA），其脱碳机理就属物理—化学吸收法。该法兼具物理及化学吸收法的特点，溶液再生通过减压闪蒸和加热汽提共同完成，该法溶液稳定，操作简单，净化度较高，但仍需要消耗一定的热能，其再生热能消耗以CO2计约为1880 kJ/m。

改良热钾碱法脱碳工艺尽管热能消耗较高，但配转化流程，在天然气制合成氨厂广泛采用，且气体净化度和CO2回收率高。非常适合本装置转化后变换气中CO2含量较低、系统操作压力不高的工况，可以弥补焦炉气中CO2不足的缺点。故项目采用改良热钾碱法脱碳工艺。具体流程为三段吸收、双塔变压再生的先进工艺，进一步降低溶液再生能耗。3.4 合成

3.4.1 压缩机的选择

3－6

压缩工序是合成氨系统的心脏部分，压缩机是合成氨生产的关键设备。目前，国内外大中型合成氨厂压缩一般采用离心式和往复式压缩机。

国内外许多气头和油头的大中型合成氨厂均采用离心式压缩机。但离心式压缩机有以下不足之处：（1）使用条件要求高，要求原料气体不含油、尘；（2）排气压力较低；（3）离心式压缩机整机或主要部件需引进，投资高；（4）采用汽轮机驱动时，热动与工艺联合，相互影响，稳定性差。

本装置以焦炉气为原料生产合成氨，由于焦炉煤气中氢含量较高，使得气体分子量很小，且焦炉气中含有尘和焦油，这些因素都给使用离心式压缩机造成困难，故不宜采用离心式压缩机。而往复式压缩机与离心式压缩机相比尽管有不足之处，但有运行平稳可靠，排气压力高，系国内制造、使用经验丰富的优点。为此本可研选择往复式压缩机，采用低压段和高压段分开的压缩方案。3.4.2 精制

CO和CO2都是氨合成催化剂的毒物，经初步净化后的气体，进入合成系统之前，必须再行精制，使CO＋CO2的含量低于20×10，并清除残留的O2和H2S。通常采用两种方法处理：一种是借助于镍催化剂将微量的CO和CO2转化为惰性的甲烷，即甲烷化；另外一种方法是用适当的溶剂将残余CO和CO2吸收掉，即铜氨液洗涤法。

采用甲烷化的方法，由于合成气中的氢含量高，甲烷化反应比较彻底，其中的CO和CO2含量可以降至10数量级，其工艺流程简单，设备较少，操作费用低。适用于各种合成氨配套产品的生产流程，操作压力随所配产品流程不同而有差异，但此过程消耗掉数倍于一氧化碳和二氧化碳含量的氢气，而且还生成一些无用的甲烷气体，使得合成气中的惰性组分含量增加，合成系统放空量增加，损失加大，能耗增高。铜氨液洗涤法技术较成熟,醋酸亚铜氨液稳定性好，气体净化度高。但此种方法不仅能耗高，工艺条件要求比较严格，而且由于废液中含有重金属“铜”，存在环境污染的问题。

上述两种方法相比，甲烷化法具有流程简单、操作方便、设备和操作费用低等明显优点，故本工程推荐采用甲烷化精制工艺。3.4.3 氨的合成

对于氨合成来说，传统的反应压力为31.4 MPa。近年来合成压力有逐渐下降的趋势，16 MPa的氨合成装置已在一些中大型氨厂运行。合成的压力高，压缩功高，但有利于反应平衡，设备相对缩小。合成的压力低，压缩功相对低，但设备相对增大。压力高低各有利弊。本工程按31.4 MPa氨合成设计。选用先进可靠、技术成熟的φ1800 mm合成塔内件及与之相配套的高效分离内件、后置式废热锅炉（热回收系统）。具有塔阻力小，氨净值高，使用寿命长，操作稳定简单，投资少的特点。设置废热锅炉回收反应热，副产蒸汽。

3.4.4 氨氢回收

氨回收是合成氨厂节能降耗的主要措施之一，设置等压回收塔，用尿素深度解吸液洗涤回收氨罐弛放气和合成放空气中的氨，得到的稀氨水送尿素车间解吸，降低氨耗。洗涤后的尾气送转化加热炉作为燃料气燃烧，减少燃料焦炉气的消耗。

由于本装置转化消耗燃料气，故不设氢回收装置。4 环保和节能

（1）环保 －6－6 合成放空气主要有害物为CH4、NH3，放空气经洗涤NH3后，减压后送转化加热炉燃烧，得到的稀氨水，送往尿素解吸、水解系统回收利用。

本装置在建设中，对生产过程中排放的“三废”，均采取了有效的治理措施，保证污染物达标排放，符合国家推行的清洁生产要求。

（2）节能

本着降低能耗、提高经济效益、改善环境的目的，采用了如下节能技术措施：充分利用变换气余热，作为脱碳再生塔煮沸器的热源，既节省蒸汽，又节省冷却水。转化、变换、甲烷化、氨合成等采用新型催化剂，提高转化效率，降低能量消耗。脱碳采用涡轮泵回收能量，吨氨节电19.2 kW·h。气化工艺采用常压灰融聚工艺，以烟煤为原料，符合中国节能技术政策大纲。

本装置合成氨的单位能耗为48282.8 MJ，折标煤为1647 kg，优于现阶段（2004年底）我国平均水平（吨氨耗标煤1700 kg），但与国际先进水平（1000 kg）相比，相差了647 kg。在今后设计及生产中将采取更先进的节能措施，以便更好地节约能源。5 结 语

本项目以焦炉气为原料，焦炉气经脱硫、压缩、精脱硫、富氧转化、中串低变换、改良热钾碱脱碳、甲烷化、合成气压缩、氨合成。工艺技术成熟可靠，产品纯度高，消耗定额低，生产成本低。

7.合成氨工艺指标 篇七

南宁化工股份有限公司合成氨生产工艺没有采用煤造气工艺,而是充分利用氯碱厂电解盐水产生的氢气和空分制氧生产所产生的氮气合成氨。该工艺虽然简单,但其净化工艺却是合成氨生产质量保证的主要环节。

1 原有净化工艺

1.1 工艺流程及叙述

南化公司氯碱厂电解盐水产生的氢气经洗涤冷却后和空分制氧生产所产生的氮气混合成氢氮混合气,进入热交换器,与脱氧后的氢氮混合气进行热交换,然后进入铜炉。铜炉内装有铜催化剂,在250~300℃温度下,氢氮混合气与铜炉内的铜催化剂反应,将氢氮混合气中微量的氧除去,除氧后的氢氮混合气再进入热交换器,与未脱氧的氢氮混合气进行热交换回收热量后,进入水冷却器冷却,经压缩机压缩到高压后,鼓泡进入氨洗塔,用氨水除去氢氮混合气中微量的二氧化碳,这时氢氮混合气中微量的氧和二氧化碳被除去。净化后的氢氮混合气送去合成系统。

1.2 铜催化剂工作原理

金属铜,质软,用小刀即可切开,化学稳定性强,抗张强度大,易熔接,具有抗蚀性、可塑性、延展性;极易被氧化,可以和弱氧化剂反应还原大多数金属离子。利用铜的性质,采用铜催化剂为除氧剂。铜催化剂成分以碱式碳酸铜加硅藻土为载体及粘合剂,压制成Ø5×6的条状型,碱式碳酸铜在加热制备过程发生分解反应,分解成氧化铜:

生产时氢氮混合气中的氢气将氧化铜还原成具有活性的金属铜:

金属铜具有吸氧能力:

生成的氧化铜又被氢气还原成金属铜,金属铜再吸氧,这样,氧化与还原两个反应在不断交替进行,达到除氧的目的。

1.3 工艺存在的不足

采用铜催化剂除去氢氮混合气中的氧,除氧效果好,达到规定的指标,使氢氮混合气中的氧含量在10×10-6以下。不足之处是:除氧所用的铜催化剂是手工制作,耗大量的人力、物力,制作质量很难保证;在制作过程中需加氨水,产生含氨的废气,污染周围的环境;铜催化剂每隔2年更换一次,成本高;铜催化剂无法除去氢氮混合气中微量的一氧化碳,一氧化碳被气体带到合成系统,与合成系统中的氨合成为碳铵,引起合成生产系统管道堵塞,每半年需对合成系统管道进行蒸煮一次,才能保证合成系统不被碳铵所堵塞;用氨水除去氢氮混合气中的二氧化碳,每天需更换一次氨水,增加成本,更换出来的氨水直接排到水沟中,污染环境。

2 改进后净化新工艺

2006年,从安全因素考虑,公司决定对合成氨厂房进行搬迁,同时对原有合成氨工艺进行改造。经考察,决定采用某公司提供的钯催化剂的净化新工艺,解决南化公司合成氨的净化工艺存在的问题。

2.1 钯催化剂工作原理

钯是银白色金属,化学性质不活泼,常温下在空气和潮湿环境中稳定,只有硝酸、王水、300℃的浓硫酸及熔融的硫酸氢钾才能溶解钯。钯有吸氢和透氢的特性:一定体积的钯在常温下,能吸收相当于它本身体积800~2800倍的氢气,加热到40~50℃时,吸收的氢气又全部释放出来。钯及钯黑(粒度很细)对气体有很强的吸附能力,因而具有优良的催化特性。

利用钯的催化特点,采用钯催化剂除去氢氮混合气中的一氧化碳、氧气,当含有少量氧和一氧化碳的氢氮混合气通过钯催化剂床层时,在钯催化剂作用下,氢氮混合气中的氧和氢起反应,生成水,同时将氢氮混合气中的一氧化碳转化成二氧化碳。催化脱氧的反应温度较低,转化率较高,其化学反应式:

2.2 工艺流程及叙述

氢氮混合气进入热交换器,与蒸汽交换热量后,进入催化脱氧器,在钯催化剂作用下,除去氢氮混合气中的氧,并将氢氮混合气中的一氧化碳氧化为二氧化碳,经水冷却器冷却,汽水分离器除去水分后,进入吸附器,氢氮混合气中的水和二氧化碳被吸附器内的分子筛吸附,从气相转移到固体表面上,这时氢氮混合气中的二氧化碳和水从混合气中脱除出来,彻底除去氢氮混合气中的所有氧及氧化物。吸附器有2组,每组有2台吸附器串联使用,当一组吸附器内的分子筛吸附达到饱和时,即打开另一组吸附器使用,关该组吸附器进出口阀,然后通入一部分除去氧和氧化物的氢氮混合气进入该组吸附器,在高温作用下,将吸附器内分子筛所吸附的二氧化碳和水解吸出来,通过水冷却器冷却后放空。解吸完毕,再继续通入除去氧和氧化物的氢氮混合气冷却该组吸附器,将该组吸附器冷却到常温。用来冷却该组吸附器的氢氮混合气回收使用。

4个吸附器两两串联吸附和解吸,交替切换使用,以保证生产的连续性,催化脱氧器是连续工作的,不需要解吸,常温下即可正常工作。

2.3 净化新工艺优点

(1)脱氧效果好,完全满足生产工艺对微量氧及氧化物的要求。净化后的氢氮混合气中氧含量在10×10-6以下,二氧化碳含量在10×10-6以下,一氧化碳含量为0。解决了用铜催化剂无法将氢氮混合气中的一氧化碳除去,堵塞合成系统管道的难题。

(2)使用寿命长。钯催化剂使用8年才更换一次;铜催化剂每2年更换一次。

(3)货源充足。生产钯催化剂的厂家全国有几家,市场上有销售,可随时购买,而铜催化剂靠本公司手工制作。

(4)质量有保证。钯催化剂机械化生产,质量保证;铜催化剂手工制作,质量难以保证。

(5)无三废污染,清洁生产。铜催化剂在制造过程中产生含氨的废气排放,在生产过程中产生含氨的污水排放,更换出来的铜催化剂只能活埋,造成三废污染;钯催化剂在使用过程中无含氨的污水排放,无含氨的废气排放,更换出来的钯催化剂厂家回收,清洁生产。

(6)降低劳动强度。钯催化剂由厂家提供,无需公司投入人力物力进行手工制作,大大减轻劳动强度。

(7)降低生产成本。采用钯催化剂,每吨液氨可降低生产成本6%。

(8)提高液氨产品质量。传统的合成氨生产工艺所生产出来的液氨杂质多,除含有微量的水和油外,还含有铜氨液、硫化物等,采用的新工艺所生产出来的液氨所含杂质中只含有微量的水和油,液氨纯度达99.8%以上,很受用户青睐,特别受制药厂的欢迎,产品供不应求。

3 结论

实践证明,南化公司采用的钯催化剂的新净化工艺技术先进、切实可行;降低了投资,改善了劳动条件;提高了技术水平和产品质量;降低了生产成本;它的成功应用为生产合成氨的小氮肥企业提供了一个更经济合理与节能清洁的净化方法。

摘要：概述了合成氨净化工艺常用的除氢氮混合气中的微量氧、二氧化碳、一氧化碳的方法,从实际出发,分析了这种常用方法在运行中容易出现的问题。提出了用钯催化剂除去氢氮混合气中微量氧及氧化物的方法及介绍其应用情况。

8.合成水晶工艺品 现场制作很赚钱 篇八

该工艺是把天然的水晶矿石提炼成高质量高纯度的各色水晶棒，用液化气和氧气加热溶化，根据客户的要求现场随心所欲的制作出各种精美炫目的水晶工艺品。（而不是一些骗人的公司所说的仿水晶树脂产品）如;生肖，情人秋千，丘比特之剑，龙船等。投资极少五六百元就可以，工艺流畅简单易学，5天最有就可以掌握。成本低见效快利润高，原料9.5元一公斤，三五分钟就可以做好一个6到7厘米的生肖，成本也就3角左右，卖3到10元，一个15到20厘米的工艺品成本只有1元左右，卖13到30左右，根据当地的消费水平而定。

生产工具非常简单，只有三把医院用的镊子，一瓶液化气，一瓶氧气。可以根据自己的条件决定销售的方式，可以开店，可以业余做好后送到礼品点，可以在夜市，广场，公园，学校，旅游景点等摆摊现做现卖，现场制作就是一个活的广告片，非常吸引人，学员反映所到之处都被围得满满的，每天都有100到1000元的收入。

安徽的徐明上了4年大学花去6万多元学习欧式工艺美术设计，毕业找不到工作，经过两次考察借钱学了这个技术，从脚蹬三轮车，到机动三轮车，到现在买了面包车到处做，他说现在平均每天的纯收入在600元左右，他的一个大学同学出5000元跟他学习水晶工艺现场制作技术，他说：本想考上大学是出路，毕业后好好报答父母，没想到连自己都养活不了，上大学简直糟蹋了父母的血汗钱，大学四年还不如一技在身，一个不起眼的技术却成就了我的创业的梦想。

张家界的刘伟原来在景区买小饰品，生意不怎没好，因为那些小东西全国到处都有，没什么新奇，看到一个江苏的在哪里现场根据客户的要求制作各种水晶工艺品生意好得不得了，就在网上找这个项目，先后被两家技术骗子所骗，一家是在网上下载山东临沂创新工艺厂上传的视频卖500元一张，一家把树脂叫水晶。2008年找到了创新工艺厂学习，现在他的姐姐，姐夫也跟他学了这个技术，他们每人每天都收入1000多元。还有一些开礼品店的，生意不死不活，饿不着也撑不着，开也不是关也不是，学了水晶工艺现场制作后生意一下火了起来，原因就是这个工艺可以根据人们的要求，现场制作出独一无二的与众不同的精美礼品。创新工艺厂的水晶影像，米雕，姓名链都同样成了小本投资者的赚钱方式，从事的人遍及大江南北，被多家媒体报道，被媒体成为《火焰中的艺术》、《烈火中诞生的精灵》。

创新工艺厂的官继连当年就是凭这个手艺现做现卖赚来建厂资金的。他说，老百姓赚点钱不容易，收人为徒就要给人家一碗饭吃，要以诚信为本，不能骗人家的那点血汗钱。

山东省临沂市解放路104号创新工艺厂，

联系电话：0539-868842313695490530

联系人：官继连

培训处：临沂市临西四路与开阳路交汇处