1、化工公司合成氨、尿素安全环保隐患治理搬迁项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月化工公司合成氨、尿素安全环保隐患治理搬迁项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月9可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目 录1. 总论1.1概述项目名称及建设单位基本情况建设单位基本情况1.2编制单位、编制依据和原则可行性研究报告2、的编制单位编制依据编制原则1.3项目背景及建设的必要性项目背景项目建设的必要性1.4项目范围1.51.6研究结论及建议研究的初步结论存在的主要问题和建议主要技术经济指标2. 市场预测2.1产品用途2.2国内外市场预测世界市场国内市场2.3产品价格2.3.1国际市场价格2.2.2国内市场价格3. 生产规模、产品方案3.1生产规模3.2产品规格及质量标准4 工艺技术方案4.1合成氨装置搬迁合成氨装置工艺技术方案新建合成氨装置工艺技术方案4.2尿素装置现有尿素装置工艺概述搬迁尿素装置工艺概述尿素装置工艺技术方案（新建1200吨/天）新建尿素装置工艺概述工艺路线比较和选择（650吨/天）4.3全厂自控3、方案4.3.1自动化水平4.3.2DCS、ESD的配置与主要仪表选型4.3.3仪表供电和供气5. 原料、燃料及辅助材料及的供应5.1原燃料天然气规格、用量及来源天然气规格天然气用量来源供应方式5.2辅助材料用量及来源5.2.1催化剂品种、用量及规格5.2.2主要化学品用量及规格包装用品用量及规格6. 建厂条件和厂址方案6.1建厂条件地理位置地形、地貌概况6.2工程地质、地震烈度6.3水文地质情况和有关江河水文资料6.4当地气象条件6.4.1气温风6.4.3降雨6.4.4空气温度6.4.5气压6.5供电6.6供水6.7给排水6.8供热6.9通讯6.10交通运输状况6.11地区和城镇社会经济的现况4、及发展规划6.12与城镇、地区规划的关系和生活福利设施的条件7 公用工程和辅助设施方案7.1总图运输概况总平面布置竖向布置7.1.4绿化运输设计采用的规范7.2给排水设计概况水源给水系统排水系统污水处理站7.2.6定员7.3供电及电讯7.3.1设计范围7.3.2负荷等级和用电负荷7.3.3全厂供电系统设计方案和原则电气设备选型照明配电线路防雷接地主要设备材料表7.4供热7.4.1供热负荷7.4.2燃料条件7.4.3锅炉房能力确定蒸汽系统简述锅炉房布置简述锅炉房工艺流程简述原料及水电消耗三废排放量锅炉房生产定员法规或标准附件7.5粉体工程设施7.5.1研究范围7.5.2设计原则工艺流程说明系统能5、力的确定设备一览表占地、建筑面积公用工程消耗7.6氮气、空气供应设计依据工艺技术方案选择主要设备选型占地水、电消耗量定员7.77.7.17.7.27.7.3维修及全厂性仓库维修装置全厂性仓库化学品库7.8 中央化验室7.8.1设计范围7.8.2分析室建筑概况7.8.3主要分析方法及分析仪器概述7.8.4定员7.9 土建7.9.1工程地质7.9.2土建方案7.9.3土建工程量及“三材”用量7.9.4采用的主要标准及规范7.9.5建构筑物一览表8节能/能耗及节能措施8.1合成氨装置节能/能耗及节能措施吨氨能耗节能措施8.2尿素装置节节能/能耗及节能措施8.2.1节能措施8.2.2节能效果9 环境保6、护9.1厂址与环境现状厂址地理位置地形、地貌、水文及气象特征环境质量现状9.2技改项目现有情况9.2.1四川XX绵阳分公司现有生产情况9.2.2“三废”排放9.2.3现有环保措施9.2.4绵阳分公司存在的环境问题9.3执行的环保标准环境质量标准9.4污染物排放标准本项目主要污染源及污染物本技改搬迁项目情况9.4.29.5“三废”排放情况控制污染的主要措施废气治理措施废水治理措施废渣治理措施9.5.4噪声绿化环保管理及监测9.6环保投资估算9.7环境影响分析9.7.1大气9.7.2水体噪声的防治9.8存在问题及建议10 劳动保护与安全卫生10.1设计原则10.2设计中采用的标准、规范10.3建设7、项目生产过程中职业危害因素的分析10.3.1生产过程中的主要职业危险因素10.3.2主要有害无聊的危害特性10.4安全卫生防护措施10.5劳动安全卫生管理劳动安全卫生管理机构安全卫生教育培训及管理制度职业病防治安全预评价10.6安全卫生投资估算10.7消防设施设计中采用的标准规范消防环境现状工程的火灾危险类别消防设施和措施消防投资估算11. 工厂组织和劳动定员11.1工厂体制和组织机构11.2生产班制及定员11.3员工来源及培训12项目实施规划12.1建设周期的规划12.2实施进度规划13.投资估算和资金筹措13.1投资估算工程概况编制依据主要设备及材料价格估算指标项目总投资及投资分析其它说明8、14. 财务分析14.1计算依据财务评价依据财务评价基础数据与主要参数14.2产品成本估算14.2.1总成本固定成本及变动成本经营成本14.3财务评价盈利能力分析14.4小结14.5主要计算报表1. 总论1.1 概述 项目名称及建设单位基本情况（1）项目名称：XX绵阳分公司合成氨、尿素安全环保隐患治理搬迁项目。（2）项目业主：四川XX绵阳分公司（3）业主法人代表：（4）资本构成：国有资本、法人资本及个人资本（5）经营体制：内资有限责任公司（国有控股）（6）管理体制：董事会、股东会领导下的总经理负责制（7）项目建设地点： 建设单位基本情况四川XX化工股份有限公司是以合成氨及尿素为主导产品的大型化9、工上市公司。公司下辖德阳、绵阳两个尿素生产基地和射洪包装分公司、销售分公司等生产经营实体。现有固定资产18亿元，净资产11.5亿元。现有年产100万吨尿素、6000吨三聚氰胺、6000吨塑料包装袋、3000吨塑料管材管件的生产能力。主要产品“XX牌”尿素畅销全国20多个省市，远销东南亚。2005年，公司在“全国化工500强企业”中排名第226位，在四川省100强企业中排名第57位，人均利润第12位。尿素产量和经济效益在全国氮肥企业中排名第8位和第2位，在省内列第2位。“XX”商标是我国氮肥企业目前为止唯一的“中国驰名商标”。公司被授予“2005年中国农资质量万里行畅销品牌”、“全国质量管理先进10、企业”等称号。四川XX绵阳分公司座落在风景秀丽的绵阳市经济技术开发区。其前身系绵阳联星化工有限责任公司,是中石化集团新星石油公司成都华川石油天然气勘探开发公司于1998年、2000年在收购绵阳市天然气化工厂和国营南光化工总厂的基础上成立的股份制企业，主要生产合成氨、尿素、塑料编织袋等产品。19992001年公司投入2.6亿元对两套尿素生产线进行技术改造，生产规模扩大到年产合成氨18万吨、尿素30万吨，塑料编织袋700万条。现有固定资产5.5亿元，有职工827人，其中专业技术人员127人。2001年8月通过ISO9001：2000质量体系认证，主导产品“南光”牌尿素连续多年被评为绵阳市优质产品，11、2002年3月获“国家免检产品”称号。2002年9月成为四川XX旗下一员。重组后，分公司进一步规范管理，认真贯彻公司“抓住机遇、超常发展、再铸辉煌、成就伟业”的发展方针 ，为四川XX的发展做出了较大贡献。四川XX绵阳分公司具有丰富的合成氨、尿素的专业生产和营销经验，为本项目的筹建与实施提供了重要的条件。1.2 编制单位、编制依据和原则 可行性研究报告的编制单位：xx地址：xx 编制依据（1）中国成达公司与XX绵阳分公司签定的“XX绵阳分公司合成氨、尿素安全环保隐患治理搬迁项目可行性研究报告”的合同书，合同号：CD-2006637。(2) XX绵阳分公司提供的编制可行性研究报告的有关资料。(3)12、 XX绵阳分公司合成氨、尿素安全环保隐患治理搬迁项目可研会议纪要（2006年9月1213日）。(4)中华人民共和国原化工部关于编制可行性研究报告的有关深度和规定。 编制原则 （1） 项目建设必须遵守我国及所在地的各项政策、法规和法令，符合国家的产业政策、投资方向及行业和地区的规划，贯彻有关部门的颁发标准和规范；（2）严格按照合同建设规模、内容要求进行编制，遵守基本建设程序；（3）采用成熟而先进可靠的工艺生产技术、确保操作运行稳定、能耗低、三废排放少、产品质量好；（4）在保证工艺生产安全、可靠的前提下，尽可能利用国产化的设备、材料；老厂搬迁部分尽可能利用现有的设备，力争控制投资在合理范围内；（513、）合成氨、尿素工艺技术立足于采用国内成熟的先进的工艺技术；（6）配套公用工程及辅助设施的设计方案适当考虑二期复合肥脲基和三期三聚氰胺装置的需要并作必要的优化；（7）项目建设要十分重视环境保护、安全和工业卫生，三废治理、消防、安全、劳动保护措施必须与主体装置同时设计、同时建设、同时投运。污染物的排放不得超过现有老厂规定排放的指标，并保证工厂安全运行和操作人员的健康不受损害；（8）充分依托经济技术开发区的现有条件，合理安排新上装置和搬迁装置的施工、开车顺序，有效地控制工程总投资，加快建设进度，降低产品的生产成本，以使本项目达到较好的经济效益；（9）以经济效益为中心，加强项目的市场调研，按照少投入、14、多产出、快速发展的原则和工厂设计模式改革的要求，尽或能节省项目建设投资。在稳妥可靠的前提下，实事求是地优化各项成本要素，提高项目的经济效益，增强项目的竞争能力。1.3 项目背景及建设的必要性 项目背景四川XX绵阳分公司现有的四套合成氨装置中，有一套是天然气间歇催化法造气、32MPa高压氨合成工艺。该装置技术落后，产量低（设计年产2.5万吨合成氨，实际现在年产量不到2万吨），消耗高，设备陈旧，并且存在重大的安全、环保隐患。2005年底，公司正式批准对该装置进行技术改造。在完成了项目的技术方案选择、初步设计、总平面图布置等工作后，项目的环境影响评价却遇到了难题。由于绵阳城市的迅速发展，厂区周围聚集15、了大量的住户，新建了商店、市场、幼儿园，生产装置与这些环境敏感点的间距不符合现行国家标准规范的要求，无法通过环评。在这次CCR法合成氨装置技改项目的前期工作中，公司对国家安全、环保方面现行的法律法规，对国家通过环境影响评价来控制化工项目建设的产业政策有了充分理解，并了解了绵阳市的发展规划，结合公司建设百亿XX、百年XX这一宏伟目标，XX绵阳分公司提出了另选新址，新建一套大型合成氨、尿素生产装置，并逐步将现有生产装置搬迁进去。这样既符合国家产业政策，也符合绵阳的城市发展规划，彻底解决绵阳分公司面临的安全环保问题。 项目建设的必要性（1） 遵守国家安全环保方面法律法规的需要针对近年来国内严峻的安全16、生产形势，各级政府采取强有力的措施加强了监管和整治。2002年3月15日，国务院颁布了危险化学品安全管理条例，明确规定：危险化学品的生产装置与居民区等八类场所、区域的距离必须符合国家标准或国家有关规定。对已建成的危化品生产装置不符合规定的，由所在地政府负责监督、整顿，需要转产、停产、搬迁、关闭的，报本级政府批准即可实施。2002年11月1日，安全生产法颁布实施。2004年1月13日，国务院颁布了安全生产许可证条例。2004年9月6日，四川省危险化学品生产企业安全生产许可证实施细则颁布实施，其中第十二条规定：危险化学品的生产装置与居民区等八类场所、区域的距离必须符合国家标准或国家有关规定。否则，17、不颁发安全生产许可证。据报道，截止去年12月31日，全国有2500个危化品生产企业没有申请到安全生产许可证，这些企业将一律被关闭。近年来，分公司生产区已逐步被居民小区、市场等环境敏感点所包围，企业面临的安全、环保形势日益严峻。现有的生产区搬迁后，符合国家的安全规定。（2） 国家西部大开发的总体战略需要实施西部大开发是我国重大的发展战略，为此，在我国化学工业规划中，将“发挥西部优势，加快西部化工发展”列为发展重点之一。其中具体提出：“在充分研究和分析西部优势的基础上，结合实际，加强资源的本地化利用，培育优势化工产业”力争在化肥、甲醇和甲醛、聚氯乙烯、无机盐生产方面建成一批具备较强竞争能力的现代化18、化工生产装置，形成西部化工的主导产业。绵阳市资源条件较好，具有发展工业的潜力。因此，抓住机遇、实施相关工业项目，既可立足和发挥地区优势，促进地区经济发展，又符合国家总体发展战略。（3）绵阳市城市发展和规划的需要随着绵阳市的发展和城市规划的不断调整，企业所处位置已逐渐城市化。今年绵阳邀请国内外规划大师出谋划策，提出要建设西部水城，以涪江、安昌河、芙蓉溪三江六岸为主线，对绵阳市区的几大河流进行梳理整治。造水景、添湖面，滨水地区规划面积约40平方公里，东至游仙、南至三江、西至永兴、北至青义。分公司所处的位置是规划的重点区域之一。而绵阳的化学工业区，则规划在三江大坝以下。如果这个规划正式实施，那么分公19、司所处的位置将不符合绵阳市的城市规划，安全问题、生产废水的排放问题将成为决定分公司能否生存的头等大事。是主动搬迁，还是等到政府强令转产、停产、搬迁或关闭？是企业迟早要面临的问题。（4） 企业发展的需要四川石油管理局和西南石油局积极落实国家油气资源战略部署，紧紧抓住大西南油气资源大开发机遇，计划到十一五末，在西南地区，将实现年产天然气400亿立方米。以天然气为原料的产业将得到难得的发展机遇。这为实现公司十一五发展目标创造了条件，作为四川XX化肥的主要生产基地之一，绵阳分公司又如何发展？无论是从国家的法律法规，绵阳的城市规划，还是从分公司的周边现状及厂区内的场地，均不允许继续在现有的生产区内发展。20、同时，分公司除了准备改造的这套建于上世纪70年代的CCR法合成氨装置外，还有一套合成氨装置、一套尿素装置已运行十多年，暴露的问题也越来越多，几年后又要面临改造。因此，绵阳分公司要在化工方面继续发展，出路只有一条，就是另选新址。（5） 实现企业十一五发展目标的需要公司十一五的发展方针是规模、质量、国际化，发展目标是打造百亿XX、铸就百年伟业。公司在十一五规划中提出：采用技改新建、重组并购两条腿走路的方式，使尿素规模达到300万吨/年以上。绵阳分公司作为四川XX的主要生产基地之一，通过本项目的实施，分公司尿素生产能力将由现在的30万吨/年提高到60吨/年以上，产值将是现在的一倍以上。（6） 增强企21、业竞争力的需要根据我国加入WTO后的承诺，化肥的进口关税将进一步降低，进口配额逐步增加。2006年底起，我国化肥企业将面临国外同行的竞争。今后，产量低、劳动生产率低、能耗高的小型化肥装置将逐渐被淘汰，取而代之的是低能耗、单系列的大型化肥生产装置。分公司现在的几套合成氨装置和尿素装置，除了落后的CCR法装置外，三套加压连续转化法合成氨装置虽然在技术上比较先进，但都存在能力小，规模效益不明显等缺陷。而尿素生产装置则都是传统的水溶液全循环法生产工艺，与先进的CO2或氨汽提工艺相比，流程复杂，消耗高。分公司虽然不断地对这几套装置进行技术改造，但已基本接近极限，可挖掘的潜力很小。因此，要在原料价格持续上22、涨、市场竞争逐步加剧的不利形势下立于不败之地，建设大型生产装置，采用先进工艺对现有装置进行改造已刻不容缓。综上所述，项目实施后，对于提高XX公司整体技术水平、经济效益和尿素生产规模，增强XX公司在激烈的国内、国际市场中的竞争力，具有十分重要的意义。1.4 研究范围 本项目建设内容包括：（1）新建一套日产700吨合成氨装置、日产1200吨尿素装置。（2）搬迁两套生产能力为165吨/天的合成氨装置，和新建一套与之配套的日产650吨/天的CO2汽提尿素装置。（2）与工艺装置配套的公用工程，辅助及行政服务设施。本可行性研究报告对项目的市场需求，产品规模及方案，工艺路线及设备选择，自动化控制方案，原料、23、辅助材料及动力供应，建厂条件，公用工程及辅助设施，节能、节水措施，“三废”处理及环境保护措施，安全、消防及劳动保护措施，企业组织及定员，项目实施规划，投资估算及资金来源，产品成本及经济效益等方面进行研究（厂外工程由业主负责研究，其投资纳入项目总投资估算中）。在研究的基础上对项目的建设做出评价结论，为业主及各级审批部门提供决策依据。1.5 研究结论及建议 研究的初步结论（1）本项目符合国家总体发展战略、产业政策和地区规划。项目实施后，在进一步增强企业实力的同时，将带动当地的相关资源开发和生产、物流业发展及劳动力就业率的提高，有效地增加地方税收，所产的化肥（尿素）同时支援了当地农业生产，因此本项目24、的实施对当地经济持续发展将起到了极大的推动作用。（2）本项目合成氨、尿素、均采用国内先进、成熟的工艺技术，能实现可靠、稳定、长周期运行；原料消耗及能耗指标低，三废少，清洁生产，环境效益好；生产成本低，产品质量高，市场竞争力强；工艺技术的选择确保了项目的高起点，为建成后的高效率稳定运行、低成本、低能耗、低排放打下了基础。（3）本项目所选厂址位于绵阳经济开发区，园区场地、供电、供水等条件较好，交通运输条件便利、顺畅，宜于建厂。新厂址距老厂较近，易于设备的搬迁、运输，因而建设方案合理经济，综合投资较低，具有一定的成本优势。（4）采用的环保治理、安全卫生、消防设施完善、合理。由于当地无特殊保护目标及珍25、稀动植物，环境有较大容量，预计项目建成后对当地生态和环境不会构成大的影响。（5）本项目所需原、燃料天然气来源有保证，供应条件良好。（6）本项目业主经济实力较强，贷款信誉高，工程建设经验丰富。（7）本项目的尿素产品主要立足于当地，市场容量较大。（8）本项目财务指标较好，全投资内部收益率所得税前和所得税后分别为22.88%和 17.45%，资本金所得税后内部收益率为26.18%，均高于基准收益率9%。根据清偿能力分析结果看，按投产后最大偿还能力计，本项目可在7.15年还清贷款。另从不确定性分析可知，在正常生产年份，项目盈亏平衡点范围约在 50%37%之间，总体上处于较低水平；同时各影响项目的主要因26、素在作不利变化（正负10%以内）时，项目所得税前的财务内部收益率均高于银行贷款利率，因此，本项目具有较强的获利能力、清偿能力和一定的抗风险能力，项目从财务评价角度看是可行的。综上所述，我们认为本项目建设规模经济，建厂条件优越，技术较先进、节能，符合环保要求，工艺技术和设备均可国产化，经济评价效益良好，具备较强的市场竞争能力和一定的抗风险能力，是一个技术、经济可行的好项目。 存在的主要问题和建议本项目的建成不仅有利于企业发展，也有利于地区经济发展，所以建议有关领导部门尽快核准本项目，并给予各方面支持。1.6 主要技术经济指标主要技术经济指标详见表1-6-1。表1-6-1 主要技术经济指标表序号项27、目名称单位数量备注1生产规模及产品方案1.1合成氨吨/日吨/日165700两套，搬迁新上1.2尿素吨/日吨/日6501200搬迁新上2年操作时小时72003主要原料、燃料天然气用量万标方/年27048.64公用动力消耗量4.1供水立方米/小时20004.2供电用电负荷千瓦61817年耗电量万度445085三废排放量5.1废气万标方/小时108.15.2废水立方米/小时158.87含生活污水5.3废触媒立方米/年267.3回收/填埋6运输量6.1运入量万吨/年16.2运出量万吨/年61.057全厂定员人827其中：生产工人人技术人员人8厂区占地面积亩 555.84不含厂外工程9全厂建筑面积平方米28、8049010合成氨能耗百万大卡/吨氨8.24211工程总投资万元8346511.1建设投资万元7336911.2建设期利息万元390511.3流动资金万元6191其中30%为铺底流动资金12年均销售收入万元5404413年均销售总成本万元3549214年均增值税金及附加万元340015年均利润总额万元1515216年均所得税万元500017年均税后利润万元1015218年均利税总额万元1855219财务评价指标19.1年均投资利润率%18.1519.2年均投资利税率%22.2319.3年均资本金利润率%51.3219.4全投资(税前)内部收益率%22.8819.5全投资(税后)内部收益率%129、7.4519.6资本金(税后)内部收益率%26.1819.7全投资(税前)净现值万元71774ic=9%19.8全投资(税后)净现值万元40383ic=9%19.9资本金(税后)净现值万元43587ic=9%19.10贷款偿还期年7.1519.11盈亏平衡点%5037正常生产年2市场预测21产品用途尿素是一种含氮量最高的中性固体肥料，也是重要的化工原料。尿素约90%用于农业，10%用于工业。农业上，尿素用作肥料，可作单一肥料、复合肥料、混合肥料和微肥使用，尿素也可用作饲料及添加剂。工业上，尿素可生产三聚氰胺、脲醛树脂、氰尿酸、氯化异氰尿酸、三羟基异氰酸酯、水合肼、盐酸氨基脲、脲烷、氨基磺酸、发30、泡剂AC、尿囊素等；在医药工业中尿素可制氨基甲酸酯、酰尿、造影显影剂、止痛剂、漱口水、甜味剂等；在石油工业中尿素可用于生产石油炼制的脱蜡剂；在纺织工业中尿素可用于生产含脲聚合物，也可作纤维素产品的软化剂；尿素还可用作炸药的稳定剂、选矿的起泡剂，也可用于制革颜料生产。目前在国内外市场上，尿素产品一般以颗粒形式进行销售，生产开发大颗粒尿素已被多年的实践证明是提高尿素产品质量的重要途径，并已成为今后尿素生产技术改造的发展趋势。22国内外市场预测221世界市场世界上99%的氮肥生产是以合成氨为原料，由于经济、技术和环保等因素的影响，世界上3/4的合成氨原料使用天然气，85%的合成氨用于生产化肥，其中尿31、素用量占合成氨总产量的45%。由于近几年肥料市场持续不景气，许多化肥生产企业关闭或转产，西欧和北美尤为严重。世界化肥生产的发展趋势是越来越集中到那些原料丰富且价格便宜的地区。世界上约60个国家可以生产尿素，但主要集中在其中的30个国家，尿素主要出口商有15个。20012005年间，世界尿素生产能力呈稳步增长趋势，到2005年尿素产能已接近1.44亿吨，其中60%的生产能力分布在南亚和东亚，32%的能力集中在中国。中东国家占世界11%的生产能力，北美占了8.2%，东欧和中亚地区占了8%（见图2-1和图2-2）。图2-120012005年间世界尿素生产能力增长趋势图2-22005年世界尿素生产能力32、分布2005年世界尿素产能增加了250万吨，其中近50%的增加来自于中国。其他的新增来源主要有：阿曼Omifco两条尿素串联装置于2005年中期投产，使大颗粒产能每年增加170万吨；卡塔尔Qafco 期装置全面开车，使2005年尿素产能增加了25万吨；TukmenKarbamid位于土库曼斯坦的一座新建合成氨/大颗粒尿素装置投产，2005年增加了近8万吨的大颗粒尿素供应；印尼的PIM 和Kujang 1B两装置开工生产，获得了近40万吨的尿素供应。然而，由于受到天然气和原油价格所带来的成本压力，美国和罗马尼亚有数个装置关闭了，如2004年以及2005年晚些时候美国永久关闭了一些尿素厂，移走了近33、20万吨的尿素产能，罗马尼亚2005年约有30万吨产能关闭。总之，2005年尿素净增加产能250万吨，由于2005年全球贸易扩展了近100万吨，因此全年多数时间内的市场形势依然是供应偏紧的局面。但由于一些原计划于2005年启动的项目，延迟至2006年，这一形势增加了2006年尿素供应的可靠性。2005年世界尿素产量约为1.279亿吨，比2004年增长了4%，为全球生产能力的88%（见图2-3）。据IFA初步估计，大颗粒尿素的产量增长了8%，而小颗粒尿素增长了3%。大颗粒尿素比例稳定增加，从2002年的19%增加到了2005年的21%。图2-320012005年间世界尿素产量增长趋势世界尿素产量34、增加主要集中在一些尿素消费国，如巴西、中国和印度，平均而言，其开工率在产能的70%90%之间。同时多数以出口为主要目的生产商的产量增加，其开工率超过95%，阿曼、卡塔尔和沙特三个国家以出口为主要目的生产商占产量增加的93%。俄罗斯和乌克兰的产量可能达到了接近产能的水平。人口稠密的地区粮食需求巨大，也是尿素消费的大户。这些消费地区包括西欧、北美、中东、南亚、东南亚、东亚及其他地区。2005年世界尿素需求量约为1.252亿吨，比2004年增长1.54%。未来尿素需求量的增加主要来自肥料用尿素需求的增加，包括尿素用于粮食增产，以及进一步代替其他肥料的应用，如在西欧逐步代替硝酸铵，在中国逐步代替碳酸氢35、铵。以2003年为例，全球尿素总消费量1.14亿吨，其中用作肥料的尿素消费量超过1.02亿吨，工业用尿素消费量为1100万吨，基本上保持在10%左右。据IFA分析，到2013年世界尿素产能将达到1.78亿吨，也就是说比现在增加3400万吨，年平均增长率约为2.9%。主要增加地区为具有天然气资源优势的地区，如中东预计将新建尿素装置总能力1250万吨，这些新装置将建在卡塔尔、沙特阿拉伯、阿曼、伊朗等国，新建装置所产尿素主要用于出口。另外，亚洲的东亚和东南亚将新增尿素能力1600万吨，非洲将增加尿素能力550万吨，这些新建装置所增加的产量主要在本地区消化，因为这些地区的需求量也在不断增加。据IFA预36、测，今后10年内世界尿素需求的年平均增长率4%（其中肥料用尿素的年增长率为2.4%，工业尿素年增长率为2.1%），明显高于磷酸二铵等其他主要化肥品种的增长率。到2013年，世界尿素需求量预计将达到1.45亿吨。其中东亚地区增加量最多，将增加1220万吨，主要是在中国，另外韩国和日本对工业尿素的需求量也有所提高。南亚地区年需求量将较目前增加450万吨，主要是印度、巴基斯坦和孟加拉国对尿素需求量提高。东南亚地区2013年尿素需求量较目前将增加230万吨，该地区主要消费国为印度尼西亚、泰国、越南和菲律宾。北美地区2013年需求量较目前将增加210万吨，主要是在美国。今后10年内，世界尿素产量增加的速37、度基本等于需求增加的速度，目前这种产销平衡的基本格局还将得以继续维持。而2005年2008年，由于新建尿素装置还在建设中，未能完全投入使用，同时由于国际油价及天然气价格过高影响尿素生产，在这34年的时间里，国际尿素市场还会出现供应相对偏紧的局面。而随后随着尿素新建装置的陆续建成投产，这种局面将会得到改善。20022004年世界投产的大型尿素装置不多，只有特立尼达Lisas的CNC I氨厂以及印尼的Kaltim IV尿素厂。20052008年中东将有很多尿素装置建成，合计新增产能大约为950万吨/年。2003年世界尿素进出口贸易总量为2830万吨实物，其中中东地区尿素出口量达到620万吨，占世界38、总出口量的22%，仅次于前苏联国家的750万吨（占世界总出口量的27%）。预计到2012年，中东尿素出口量将翻番至1500万吨左右，占世界贸易总量的39%。与此同时，因为国内消费的增长，前苏联国家（尤其是俄罗斯）的尿素出口将萎缩，预计到2012年其出口份额将只占世界总额的18%。从世界范围来看，目前最大的尿素市场应该是美国，2003年该国进口了500万吨尿素。从长远来看，美国仍将是一个重要的、扩大的尿素进口市场，预计2012年其进口量有望达到720万吨。拉丁美洲进口需求也将稳步增长，预计到2012年尿素进口量将超过700万吨。印度2003年进口量较少，只有20万吨，但因其快速增长的尿素需求主要39、将依赖进口来满足，该国的尿素进口将会快速增长，预计到2007年印度进口量将达到200万吨，到2012年将达到450万吨。其他亚洲国家的进口增长也将很可观，但这些增长有可能被越南因本国产量提高而减少的进口所抵消。222国内市场我国尿素工业化装置开始于1967年，20世纪70年代我国引进了13套大型尿素装置，单套装置生产能力在50万吨/年。80年代又引进了多套装置，到目前为止，全国有大型尿素装置28套，均采用引进装置，技术领先，在国际竞争中具有较强的实力。80年代以后有100多家碳铵厂改产尿素，为满足市场需求，降低成本，获得规模效益，很多厂家不断扩产，有的从4万吨/年扩到6万吨/年，有的还扩到1040、万吨/年，目前最高已有扩产至60万吨/年的规模，所以尿素生产能力和产量增加迅速。2004年全国共生产尿素4182万吨（折含氮100%为1874.9万吨），同比增长了10.8%。2005年我国共生产尿素4337万吨（折含氮100%为1994.88万吨），同比增长了6.4%。近年来我国尿素产量情况详见表2-1。表2-1 近年我国尿素供需情况 （单位：万吨实物）年份产量进口量出口量表观消费量19951795696.254.662486.5919962060576.3319.742616.5919972290341.9635.052596.911998263611.9112.512635.40199941、29376.815.382938.43200030270.002596.142930.86200131630.0024127.073035.932002348279.0741.303519.772003365313.49273.033393.46200441823.7981394.293791.51200543377.09157.064187.032005年尿素产量位于前三位的省份与2004年相同，依然是山东省、河南省和四川省，全年生产尿素依次为326.86万吨、188.03万吨和172.95万吨，分别占全国总产量的16.38%、9.43%和8.67%。产量增幅较大的省份有四川、云南和山西，分42、别比去年同期增加了26.1%、18.8%和18.5%。产量降幅较大的省份有湖南、宁夏和内蒙古，分别比去年同期下降了16.5%、16.3%和15.8%。1997年以前，国内尿素产量满足不了农业的需求，每年都进口相当数量，国家政策对进口尿素还有优惠。因此有些年份进口尿素过多，对国内市场造成很大冲击。但从1998年开始，尿素的进口量明显下降，20002001年几乎没有进口，但出口却大幅增加，说明国家对进口尿素的控制是非常有效的。2005年我国进口化肥部分品种仍实行关税配额管理制度，关税配额尿素280万吨，比2004年增加50万吨。据海关总署统计资料显示，2005年我国共进口尿素7.1万吨实物量，虽然43、远远低于配额量，但比去年同期大幅增加，增幅为86.84%。主要进口国为乌兹别克斯坦，全年进口量为5.79万吨，占总进口量的81.55%，其次为马来西亚，进口量为1.30万吨。为了保证国内尿素市场供应，平抑国内尿素价格，2005年国家对尿素出口采取了一系列的限价措施：15月对尿素出口每吨征收260元的暂定关税；610月尿素出口按30%征收关税，相当于每出口1吨尿素要征收500600元的关税；11、12月出口暂定关税降为15%。在如此严厉的限制措施下，2005年我国尿素出口量大大降低，尤其在710月份，每月出口量只有几万吨，最低时甚至不足1万吨，12月份出口量最高，也只有34.05万吨，我国全年共44、出口尿素157.06万吨，而2004年出口量为394.29万吨，降幅达60.17%。2005年我国尿素出口的主要国家和地区是：韩国32.47万吨、越南27.62万吨、中国台湾17.86万吨、孟加拉17.43万吨、日本14.42万吨、美国10.54万吨，出口到这几个国家和地区的尿素占尿素出口总量的76.62%。出口量居前三位的海关是：青岛海关59.79万吨、南京海关36.44万吨和海口海关28.73万吨。近年来我国尿素进出口详情见表2-2。表2-2 近年我国尿素进出口详情（单位：吨，万美元，美元/吨）年份进 口出 口数量总金额平均单价数量总金额平均单价2000251.41564.0096072845、11400118.662001242.26941.67127067315840124.6620027907159182116.124129595425131.3620031349221542114.29273028239661145.26200437981548.6144.44394289173763187.082005709691272.9179.36157057736150230.17由于国内生产厂家积极开拓国际市场，目前我国尿素在国际市场上已具备一定的竞争力和知名度，是真正价廉物美的好产品，在国际市场享有良好的声誉，我国尿素已成为东南亚地区的品牌产品。化肥是农业增产的重要基础物资之一，且46、费用占农业生产全部物资费用的50%以上。农作物所必需的16种营养元素中，氮磷钾是最主要的三大营养元素。根据农业部对这三种营养元素提出的主要比例(1:0.40.45:0.250.3)，氮肥用量要占化肥用量一半以上，在氮肥各品种中尿素施用量占氮肥施用量一半以上。目前尿素产量占氮肥总产量约60%左右。2002年国务院下发文件停止硝酸铵作为化肥使用，硝酸铵在国内停止使用将为尿素等其他氮肥让出较大的空间。我国每年硝酸铵有370万吨的年需求量，如转化为尿素的需求，将为尿素的需求打开更加广阔的空间。 从19961998年尿素表观消费量看，这三年大致都是2600万吨/年。但从1999年开始，尿素的消费量有较大47、的提高，占氮肥的比例也相应提高，尤其是近两年尿素表观消费量增幅很大，1995年2003年尿素需求年均增长率为3.96%，而20002003年需求年均增长达到5.01%。我国95%以上的尿素都用于种田，用于工业原料的尿素所占比例较小，因此市场需求的变化主要看农民用肥是否出现大的变化。从农民用肥看，有两条利好因素。一是粮食价格将稳中有升。二是我国农民人均收入增长，加上费改税将在全国各地全面推行，农民的税费负担将下降30%，从而导致农民的购买力有所增强，对尿素的需求量将稳步增长。尽管尿素主要用于农业，但近年来尿素下游产品产量快速增加也是尿素需求上涨的因素之一。尿素用量比较大的三聚氰胺，2003年产量48、大约23万吨，消耗尿素约70万吨左右；脲醛树脂产量约100万吨，尿素的消耗量在60万吨左右。随着我国国民经济的快速发展，尿素下游产品的需求还将继续增加，因此对尿素的需求也将增加。我国是一个农业大国，也是一个发展中的国家，平均每年新增人口约1000万左右。由于人口的增加，今后我国每年应增加粮食产量500万吨以上。我国农业的发展既要增加粮食的总产量，又要对农业结构进行调整，相应对化肥也既有总量需求又有品种质量的要求。据农业部预测，到2005年和2010年我国农业对化肥的需求总量年增长率约为3.05%和2.35%，其中氮肥需求年增长率约为2.42%和1.14%。从近年来我国尿素需求量和当年对应的人口49、总数，可以发现尿素需求量与人口总数之间存在一定的相关关系。采用回归系数法预测，到2006年我国尿素需求量约为4380万吨，到2010年将达5000万吨以上。另外，我国目前小尿素年产量大约有1500万吨/年，如果有20%的小尿素产量被淘汰出市场，其产量空间大约为300万吨/年。因此，尿素产品未来市场前景光明，拥有广阔的发展空间。四川XX化工股份有限公司是以合成氨及尿素为主导产品的大型化工上市公司，下辖德阳、绵阳两个尿素生产基地和射洪包装分公司、销售分公司等生产经营实体，现有年产100万吨尿素的生产能力，主要产品“XX牌”尿素畅销全国20多个省市，远销东南亚。2005年公司在“全国化工500强企业50、”中排名第226位，在四川省100强企业中排名第57位，尿素产量和经济效益在全国氮肥企业中排名第8位和第2位，在省内列第2位，公司被授予“2005年中国农资质量万里行畅销品牌”、“全国质量管理先进企业”等称号。“XX”商标是我国氮肥企业目前为止唯一的“中国驰名商标”。四川XX绵阳分公司主要生产合成氨、尿素等产品，19992001年公司投入2.6亿元对两套尿素生产线进行技术改造，生产规模扩大到年产合成氨18万吨、尿素30万吨，主导产品“南光”牌尿素连续多年被评为绵阳市优质产品，2002年3月获“国家免检产品”称号，2002年9月成为四川XX旗下一员。分公司现有的四套合成氨装置中，有一套装置技术落51、后，产量低（设计年产2.5万吨合成氨，实际现在年产量不到2万吨），消耗高，设备陈旧，并且存在重大的安全、环保隐患。由于绵阳城市的迅速发展，厂区周围聚集了大量的住户，新建了商店、市场、幼儿园，生产装置与这些环境敏感点的间距不符合现行国家标准规范的要求，根本无法通过环评。结合公司建设“百亿XX、百年XX”这一宏伟目标，公司提出了另选新址，新建一套大型合成氨、尿素生产装置，并逐步将现有生产装置搬迁进去。这样既符合国家产业政策，也符合绵阳的城市发展规划，彻底解决绵阳分公司面临的安全环保问题。四川XX化工股份有限公司“十一五”的发展方针是“规模、质量、国际化”，公司在“十一五”规划中提出，采用技改新建、52、重组并购的方式，使尿素规模达到300万吨/年以上。四川石油管理局和西南石油局积极落实国家油气资源战略部署，紧紧抓住大西南油气资源大开发机遇，计划到“十一五”末，在西南地区将实现年产天然气400亿立方米，以天然气为原料的产业将得到难得的发展机遇，这为实现公司“十一五”发展目标创造了条件。绵阳分公司作为四川XX化肥的主要生产基地之一，通过本项目的实施，分公司尿素生产能力将由现在的30万吨/年提高到60吨/年以上。根据我国加入WTO后的承诺，化肥的进口关税将进一步降低，进口配额逐步增加。2006年底起，我国化肥企业将面临国外同行的竞争。今后，产量低、劳动生产率低、能耗高的小型化肥装置将逐渐被淘汰，取53、而代之的是低能耗、单系列的大型化肥生产装置。分公司现在的几套合成氨装置和尿素装置都存在能力小、规模效益不明显等缺陷，与先进工艺相比，流程复杂、消耗高。分公司虽然不断地对这几套装置进行技术改造，但已基本接近极限，可挖掘的潜力很小。因此，要在原料价格持续上涨、市场竞争逐步加剧的不利形势下立于不败之地，建设大型生产装置，采用先进工艺对现有装置进行改造已刻不容缓。本项目实施后，对于提高XX公司整体技术水平、经济效益和尿素生产规模，增强XX公司在激烈的国内、国际市场中的竞争力，具有十分重要的意义。西部地区化肥消费潜力巨大，西部地区肥料投入水平偏低，如西北地区化肥投入总量只有315万吨，不能满足农业生产的54、需要，严重地制约了西部地区农业发展。随着我国对西部地区的重视和国家西部大开发战略的实施，西部地区经济发展必然带动农业对化肥消费的需要进一步增加。因此，尿素市场的前景还是十分乐观的。23产品价格世界上大型尿素装置多以天然气为原料，因此尿素价格也多由石油天然气的价格所左右。国际油气价格上升，则尿素价格上升；国际油气价格下降，则尿素价格下降。近年来国际油价基本呈上升态势，国内尿素价格随国际市场价格亦呈同步上扬趋势。231国际市场价格从1997年下半年开始，由于国际上石油价格的下跌，引起尿素价格下降，至1998年2月中东散装尿素价格仅为7895美元/吨，到 1999年2月又进一步下降到7072美元/吨55、，随后逐渐有所回升。2000年国际市场尿素价格仍然处于低迷的态势，原因主要是中国、印度大量减少进口，而且尿素价格波动较大，年中下降，年末有所回升。2001年尿素价格基本上在100美元/吨的价位徘徊。从2002年开始，由于石油和天然气价格上升，尿素价格逐年走高，2004年11月中旬国际市场尿素价格已达到250美元/吨左右。 国际市场尿素的主要贸易港口有波罗的海、尤日内、保加利亚/克罗地亚/罗马尼亚、阿拉伯湾、东南亚、埃及和越南等，其中波罗的海、尤日内和克罗地亚的价格较低，阿拉伯湾、东南亚和埃及的价格较高。一般情况下，国际市场大颗粒尿素的价格比小颗粒尿素价格每吨高1020美元，袋装尿素价格又比散装56、价格每吨高15美元左右。近年来中东袋装小颗粒尿素平均离岸价和乌克兰的尤日内袋装小颗粒尿素平均离岸价变化情况见图2-4。图2-4近年中东和尤日内小颗粒尿素离岸价变化趋势图2005年国际市场尿素价格总体上承接了2004年以来的上升势头，特别是上半年在国际原油和天然气价格持续上涨的影响下，国际市场尿素价格在5、6月份及10月份达到了最高价。其中美国海湾和中东地区FOB价格从年初的220美元/吨上涨至270美元/吨。随后，在原油价格回落、国际海运价格下滑、供应增加等因素的影响下，国际市场尿素价格开始逐步回落。2005年底美国海湾和中东地区FOB价格在235240美元/吨左右，中国尿素在越南报价约26057、美元/吨（到岸价）。2005年8月18日、12月22日和2006年6月22日国际尿素市场价格见表2-3。表2-3近期国际尿素市场价格港 口价格（美元/吨）备注2005年8月18日2005年12月22日2006年6月22日尤日内210215212216202204离岸价波罗的海200210200210192204离岸价阿拉伯湾（大颗粒）235242245246222225离岸价阿拉伯湾226235240225235离岸价埃及（大颗粒）245250255260215222离岸价保加利亚/克罗地亚/罗马尼亚212216217227215220离岸价越南250265260262240245到岸价韩国（58、大颗粒）263264250255265267到岸价中国（袋装）270284230232290300离岸价委内瑞拉/特立尼达（大颗粒）230232220230211218离岸价诺拉（大颗粒，短吨）260262265离岸价东南亚（大颗粒）230233252254230235离岸价东南亚（大颗粒）248252262267247252到岸价232国内市场价格国际市场尿素价格的坚挺有力地刺激了国产尿素的出口，2003年我国尿素出口的平均离岸价为145.26美元/吨，2004年上涨到187.08美元/吨，同比增长28.8%。2005年我国尿素出口的平均离岸价为230.17美元/吨，同比增长23.1%。我国59、进口尿素的价格随着近年国际尿素市场价格的不断上升也呈逐年上涨态势。多年来我国尿素价格一直通过各种控制手段保持着一种复杂的价格体系，但近几年来我国尿素市场价格主要受国内市场需求以及国际尿素价格变化的影响。近年来国内尿素市场价格走势与国际市场尿素价格的变化趋势基本一致。19962004年国内尿素年平均零售价格变化走势见图2-5。图2-5近年国内尿素市场平均价格变化走势2005年6月我国尿素市场全国平均零售价格为1965元/吨，8月中旬尿素批发价格基本在16501950元/吨。2006年6月中旬我国主要省区市尿素出厂价格见表2-4。2006年6月中旬我国主要省区市尿素市场零售价格见表2-5。表2-460、 我国主要省区市尿素出厂价格（2006年6月中旬）省市价格（元/吨）省市价格（元/吨）省市价格（元/吨）云南1820江苏1850辽宁1770浙江1725山东1880贵州1725湖北1810江西1750河北1810福建1845湖南1760河南1845山西1750安徽1860海南1725吉林1750新疆1725四川1725表2-5 我国主要省区市尿素市场零售价格（2006年6月中旬）省市价格（元/吨）省市价格（元/吨）省市价格（元/吨）云南1970江苏2000辽宁1880浙江1930山东1920北京1880青海1850宁夏1830河北1837江西1920湖南1900河南1950山西1890安徽1861、90广东2130重庆1800广西1990上海1900陕西1870新疆1900四川1810我国尿素市场价格主要受成本因素推动，能源价格是最大的影响因素，农产品价格上涨对尿素市场价格的影响有限。随着我国经济高速发展，能源已成为一个瓶颈，目前我国尿素生产的主要原材料煤、天然气、油供应紧张，有些原材料价格可能还会上扬。另外，尿素生产耗电大，而且一直享受优惠电价，但是从种种迹象看，今后几年我国电力供应形势并不乐观，有可能比过去还要紧张，优惠电价难以保证，甚至生产用电都难以保证，电价上涨的可能性很大。综合各方面因素分析，预计我国尿素生产成本还将增加。但是，为保护农资供应，保护农民的利益和种粮积极性，国家发62、改委等有关部门会根据情况出台一些规定，要求化肥出厂价格实行政府指导价等政策，对各地化肥价格实行定价或干预管理，这些措施会使尿素价格处于相对平稳的态势。因此，预计未来尿素市场价格会随着成本的增加而呈平稳上涨之势。由于近年来四川XX绵阳分公司十分重视尿素产品质量的提高和“XX”品牌建设，“XX”牌尿素已在化肥消费市场建立了良好的信誉和较高的市场地位，因此，项目实施后新增加的销售量是不会成为问题的，也不会造成产品的积压。作为质量效益型企业的XX公司，在追求质量完美的同时，生产的尿素以颗粒大、均匀、无粉尘、色泽光亮、包装精美而著称，产品在市场上反响强烈，为同行追赶的目标。目前“XX”尿素销往全国18个63、省（市、自治区），主要市场分布区域为华东、华北、东南、中南、西南、西北等省市。在这些区域，“XX”已成为具有相当影响力的品牌，品牌销售优势明显：在西南的云南、贵州、四川市场较川化尿素价格高1030元/吨；在东南市场较川天化、816等大化肥高50元/吨左右；在东南、中南等市场较广石化价格高50元/吨；在西北市场较乌石化价高2030元/吨。XX经销商众多，市场布局宽而合理，从一般乡、县级农资经销商到一大批10万吨级以上的省级乃至中农集团系统等超级大户，在各个市场上按金字塔结构有序经营，出现了许多专营“XX”产品的经销商。公司坚持科学管理，产品长期保持高质量，并以优质的售后服务赢得了市场。近几年，尿64、素的产销率、货款回收率均达到100%。3. 生产规模、产品方案3.1 建设规模 本项目是采用天然气为原料生产合成氨，再进一步加工成尿素产品。工艺主装置的规模如下：新建装置： 合成氨700吨/天，尿素1200吨/天搬迁装置： 合成氨165吨/天（2套），尿素650吨/天年操作时间：7200小时操作天数： 300天 3.2 产品规格及质量标准（1）合成氨合成氨符合国家标准GB536-88（液体无水氨优等品），详见表3-2-1。表3-2-1 国家标准GB536-88 指标名称指 标氯含量%99.9残留物含量%0.1(重量法)水分%0.1油含量mg/kg5(重量法)铁含量mg/kg1（2）尿素尿素符合65、国家标准GB2440-2001，详见表3-2-2。表3-2-2 国家标准GB2440-2001指标项目农业用优等品一等品合格品颜色白色或浅色总氮(N)含量(以干基计)，%46.446.246.0缩二脲含量，%0.91.01.5水分(H2O)含量，%0.40.51.0铁含量(以Fe)计，%-碱度(以NH3计)，%-硫酸盐含量(以SO42计)，%-水不溶物含量，%-粒度(0.852.80mm)%939090 4工艺技术方案4.1合成氨装置4.1.1 搬迁合成氨装置工艺技术方案（1） 概述一、二分厂氨装置，采用以天然气为原料，铁锰粗脱硫串氧化锌精脱硫，加压蒸汽连续转化，中低温变换，改良热钾碱法脱碳，66、甲烷化净化，往复式气体压缩，15MPa（G）低压合成的生产工艺。两套装置于2001年建成投产，设计能力为日产145吨氨。本合成氨装置为搬迁装置，包括脱硫造气工序、中低变甲烷化工序、脱碳工序、压缩工序和氨合成工序。物料平衡与蒸汽平衡按180吨/日合成氨计算。（2） 工艺流程和消耗定额1） 工艺流程简述A脱硫造气工序来自天然气压缩机的原料气，压力约3.7MPa（A），加入返氢后，进入一段炉对流段预热至360，进入铁锰脱硫槽，将有机硫转化为无机硫，并被吸收至约510ppm硫，再进入氧化锌脱硫槽，硫被脱至0.5ppm以下，然后加入工艺蒸汽，在对流段预热至510后进入转化管，在催化剂和高温的作用下，天然67、气中的大部分甲烷等烃类物质被转化为CO、H2为主要成分的转化气，然后进入二段炉炉头，与经预热的温度为530的空气在二段炉空气混合器中燃烧进行部分催化氧化反应，使转化气中残余CH4小于0.35%（干基）。出二段炉的转化气依次经废热锅炉、锅炉给水预热器回收热量后，降到360送至变换工序。一段炉系采用顶部烧嘴，用天然气燃烧来加热辐射段，烟气进入对流段，利用它的余热依次经过对流段废锅、工艺空气预热器、天然气蒸汽混合预热器、原料天然气预热盘管、烟气废锅、锅炉给水预热器、燃料气预热器进行热交换利用后，烟气约为180出对流段，由引风机抽出送烟囱排入到大气中。B中低变、甲烷化工序a、中低变部分由造气工序锅炉给68、水预热器来的转化气，温度已降到360，直接进入中变炉，转化气中的CO在中变催化剂的作用下，与水蒸汽反应生成H2和CO2，并放出大量的反应热，使气体温度升高，出中变炉的气体温度约425，CO含量降低到3.1%。中变气进入到甲一换热器，与甲烷化炉入口气体换热，被冷却后进入中变废锅，产生中压蒸汽，气体被冷却到210，随即进入低变炉，在低变催化剂的作用下，中变气中的CO含量被降低到0.3%，离开低变炉的低变气温度约为232，送到脱碳工序。C甲烷化部分由脱碳工序来的净化气，首先在甲二换热器中与甲烷化炉出口气体换热，然后在甲一换热器中被中变炉出口气体进一步加热到320，加热后的净化气进入甲烷化炉，在催化剂69、的作用下，气体中的CO和CO2与H2反应生成甲烷并放出反应热，使气体温度升高，出甲烷化炉的气体温度为344，CO+CO2含量10ppm。该出口气经过甲二换热器、软水换热器和甲烷化水冷器被冷却到40，在甲烷化分离器中分离出冷凝水后，送往压缩工序与回收的氢气混合后加压，作为氨合成工序的原料气。D脱碳部分从低变炉出来温度为232的低变气进入本工序，首先进入低变气废热锅炉，与来自酸性水泵的冷凝水进行热交换，低变气降温至153后进入低变气再沸器，降温至128后进入脱盐水预热器，再进一步降温到82，送至低变气分离器，分离下来的工艺冷凝液经工艺冷凝液泵送往700MTPD合成氨装置的工艺冷凝液汽提塔，分离液滴70、后的气体进入CO2吸收塔底部进行脱碳处理，脱除CO2后的净化气经塔顶除沫层除去气体夹带的液滴，再进入净化气分离器，进一步分离气体中的液滴，出净化气分离器的净化气温度为70。净化气含CO20.09%(vol%)，送至甲烷化工序进一步除去气相中的CO2和CO。由CO2吸收塔排出的富液经减压阀减压后送入再生塔顶部。进入再生塔的富液向下经与下塔上升的蒸汽在上塔填料层中逆流接触进行再生。约有85%左右的经加热闪蒸后的半贫液，从再生塔上塔底部排出进入闪蒸槽。进一步闪蒸出CO2后，由半贫液泵升压后送入CO2吸收塔下段顶部入吸收塔，再循环吸收气相中的CO2。闪蒸气经喷射器升压后进入再生塔中部。余下的约15%半71、贫液经CO2再生塔下塔填料层与由塔底来的蒸汽逆流接触，进一步进行再生后入低变气再沸器加热后回再生塔底部。由再生塔底部排出的贫液，经贫液水冷器降温到70入贫液泵，由贫液泵升压后送至吸收塔上塔顶部，继续吸收气体中的CO2。由再生塔解吸出来的CO2气由再生塔顶排出后进入气液分离器分离液滴后，经过外管送尿素装置。由CO2分离器排出的酸性冷凝水一部分送至低变气废热锅炉副产蒸汽，另外一部分酸性冷凝水送入再生塔洗涤段，洗涤由再生塔下段上来的CO2气。如此反复进行。E压缩合成工序a、压缩工序工艺流程压缩工序包括三个系统：天然气压缩、空气压缩和氢氮气压缩三部分。空气-氢氮气联合压缩机为活塞式压缩机。天然气压缩为72、三段压缩。 天然气压缩由配气站来的原料天然气配入返氢后进入天然气压缩机一段，经压缩后送往造气工序。 空气压缩空气经空气滤尘器将空气中的含尘量降至0.03mg/m3后，进入空气氢氮气联合压缩一段，经三段压缩后，冷却到40再进入联合压缩机三段水分离器，分离出冷凝水后，抽出600Nm3/hr空气，送出界区作为仪表空气用气源。其余大部分空气进入联合压缩机四段，将空气最终压缩到3.25MPa(A)，不经冷却送往造气工序。 氢氮气压缩甲烷化工序来的氢氮气，经联合压缩机五、六段压缩到14.7MPa(A)后，用32循环水将氢氮气冷却至40，在六段出口分离器分离冷凝的油水后，送往合成系统。F合成工序工艺流程由联73、合压缩机送来的新鲜氢氮混合气，在2#氨冷器入口处补入系统，与1#液氨分离器出来的合成气混合后，进入2#氨冷器，被管外蒸发的液氨冷却到约-6，合成气中的气氨冷凝为液氨，进入2#液氨分离器，以分离液氨。在这里，新鲜氢氮混合气（又名补充气）带入系统的微量水分及CO2、油分，被液氨洗涤随之排去。出2#液氨分离器的气体（称循环气）氨含量为3.962%，经2#、1#冷交换器回收冷量后，于25，14.3MPa(A)，进入循环机升压至15.0MPa(A)。循环机为活塞式无油润滑压缩机，出循环机的气体，首先进入油过滤器，以除去可能混入压缩气体的机械润滑油。然后进入合成塔外筒间隙，保护合成塔外壳，并从合成塔顶部出74、塔，在进出塔预热器中被合成反应后的热气体加热，该预热后的气体经主线和各副线进入合成塔，约70%的气体，经合成塔上、下段触媒层间的换热器被反应后的热气体加热到约370，分别由上升管和中心管上升，在合成塔顶部的轴向触媒层入口处混合，然后进轴向触媒层，在催化剂作用下，激烈反应生成氨，并放出大量反应热，使气体中各组分很快趋于平衡，合成反应放出的反应热，由反应气体带出。气体出轴向层，经冷激气冷激后，再进入上段径向触媒层反应，气体出上段径向触媒层，进入层间换热器与管内的冷入塔气换热，反应气体冷却后，进入下段径向触媒层，出下径向层的反应气体经下部换热器，被冷却后出合成塔。出塔热气体进入合成废热锅炉产生中压蒸75、汽，同时合成气被冷却，然后进入进出塔预热器加热入塔冷气。合成气于80进入水冷器C0503，冷到温度为40的合成气，进入1#冷交换器，与由2#交换器来的冷循环气换热，回收冷量。合成气被冷到33后进入1#氨冷器，通过管外液氨蒸发，将合成气冷到11。在2#冷交换器管间，合成气被管内低温循环气冷到约6。在这些冷却过程中，合成气中的气氨，大量冷凝为液氨。含有大量液氨的合成气，进入1#液氨分离器，将冷凝的液氨分离。氨分离器顶部出来的气体，与补充气汇合后，进入2#氨冷器，循环使用。为防止惰性气体（CH4+Ar）在系统中积累，补充新鲜气之前，在系统惰性气体含量的最高点1#液氨分离器出口，抽出少量合成气，以保持76、系统惰性气体平衡。此气体与来自液氨缓冲罐的闪蒸气一起送到弛放气氢回收装置回收氢。由1#、2#液氨分离器分出来的液氨，经减压后进入液氨换热器与界区外冰机系统来的热氨换热，回收产品液氨的冷量，被加热的产品液氨温度为30，送往界区外液氨贮槽。冰机系统送来的热液氨，在液氨换热器中与产品冷液氨换热后分别进入1#、2#氨冷器，在管间分别蒸发为+5和-12的气氨，产生合成回路所需的冷量。气氨返回冰机系统。2）主要原材料、动力及公用工程消耗A吨氨消耗（以100%液氨计）序号名 称单位消耗备 注1天然气Nm3930低热值8940kcal/Nm32电kWh7603冷却水m3400t=84脱盐水t4.55输出蒸汽k77、g-11612.5MPa(G),饱和6输出蒸汽kg-12381.3MPa(G),饱和7输出冷凝液t-1.101 备注：a.天然气消耗单位Nm3指标准状态下的体积,即101.325kPa(A),0下的体积。b.以上为合成氨装置的消耗，不包括仪表，照明，空压，化水，循环水等公用工程消耗。B 催化剂消耗序号催化剂名称用量(m3)期待寿命(年)1铁锰脱硫剂12.0512氧化锌脱硫剂9.2553一段转化催化剂3.4524二段转化催化剂4.25355中温变换催化剂8.446低温变换催化剂12.0337甲烷化催化剂3.38648氨合成催化剂12.668C 化学药品化学药品名称首次装填量年消耗量K2CO32178、000 kg3000 kgDEA2320 kg400 kgV2O5620 kg70 kg消泡剂40L0.2m3（3） 设备表 由于搬迁的一分厂氨装置和二分厂氨装置，其设计能力均为日产145吨合成氨装置，其目前实际操作能达到日产160吨的能力，但也只是短期能达到，要将搬迁装置规模扩大到日产180吨的能力，目前只能参照眉山所做的一些改造和更换，但据了解眉山的天然气压缩机和氢氮气压缩机是更换了的，且装置也只是短期能达到日产180吨的能力。以下是初步的设备表，部分设备经改造、更换后能否长周期达到日产180吨的能力，还需要对装置进行性能测试。序号设备位号设备名称数量备 注一、脱硫造气工序1一段转化炉1对79、流段改造2废热锅炉13锅炉给水预热器14排污冷却器15氧化锰脱硫槽26氧化锌脱硫槽17二段转化炉1改造8汽包19连续排放罐110间断排放罐111磷酸盐溶解槽112燃料气缓冲罐113工艺蒸汽分离器114引风机115锅炉循环泵1+116药品泵1+117烟囱118转化气三通1二、中低变甲烷化工序1甲一换热器1更换2甲二换热器1 更换3软水预热器14甲烷化水冷器1 更换5中变废热锅炉16中温变换炉17低温变换炉18甲烷化炉1 更换9汽提塔110甲烷化气分离器111脱氧槽112联胺溶液槽113氨水槽114锅炉给水泵1+115联胺溶液泵1+116低变保护器1三、脱碳工序1CO2冷却器12低变气废热锅炉1380、低变气再沸器14贫液水冷器1更换5锅炉给水预热器16CO2再生塔1更换7CO2吸收塔18溶液贮槽19溶液地下槽110活性炭过滤器111CO2分离器112一级蒸汽喷射器113二级蒸汽喷射器114三级蒸汽喷射器115闪蒸槽116蒸汽分离器117机械过滤器118净化气分离器119低变气分离器120地下溶液泵121酸性水泵1+122半贫液泵1+123贫液泵1+124工艺冷凝液泵1+1四、压缩工序1空气、氢氮气联合压缩机3+1 新增一台2天然气压缩机3+1 新增一台3防爆桥式起重机14防爆电动桥式起重机15天然气分离器1五、合成工序1合成气废热锅炉12进出塔预热器13进出塔预热器14合成水冷器1更换5181、#冷交换器/2#冷交换器161#氨冷器/补充气氨冷器172#氨冷器18氨合成塔191#氨分离器1102#氨分离器111放空罐112油过滤器113氨水计量槽114循环压缩机2+115液氨换热器（二台串）1六、氨贮存工序1液氨贮槽44.1.2 新建合成氨装置工艺技术方案（1）原料路线确定的依据 用于生产氨的原料主要有天然气，煤，焦碳，石脑油及渣油等。从工程投资、能量消耗及生产成本看以气体和液体烃为原料生产氨有明显的优势。天然气作为清净能源，热值高，易燃烧，污染少，是生产氨合成气的理想原料。当天然气价格适宜时，以天然气为原料生产氨具有很强的竞争能力。目前使用天然气为原料生产合成氨的氨产量约占世界总氨82、产量的70%。 四川XX绵阳分公司在装置搬迁中，拟新建一套日产700吨合成氨装置与尿素工程配套。该企业有充足的天然气资源供应，因此新建装置采用以天然气为原料生产合成氨。（2）合成氨主要生产技术概况 以天然气为原料的合成氨厂，尽管国际上的各公司所采用的工艺方法有所不同，但是合成氨生产流程基本相同，包括天然气蒸汽转化制合成气、CO变换、二氧化碳脱除、甲烷化或深冷除去微量CO、CO2、压缩、氨合成等工艺过程，几十年来生产过程没有发生大的改变。合成氨技术的发展一直都围绕着降低生产成本、节约能耗这一焦点，包括引入单体的节能单元，优化操作参数，采用低温、高活性催化剂，采用新型填料等。各个公司均有其独特的技83、术，归纳起来合成氨装置的技术进步有以下几个发展趋势： 1）提高转化压力、降低转化的水碳比，以节省总的压缩功和工艺蒸汽消耗。 2）将一段转化炉的负荷向二段转化炉转移，减少一段转化炉的燃料天然气消耗。在产品氨的天然气消耗中，约有三分之一是作为燃料烧掉的。降低一段炉的负荷的手段包括在二段炉内加入过量的空气，多余的氮气通过设置在合成气压缩机入口或者合成弛放气出口的冷箱进行分离，代表工艺有KBR公司的深冷净化工艺、以及原ICI公司的AMV工艺等。另一降低燃料天然气的方法是采用换热式转化工艺，用二段炉出口的高温转化气作为一段炉的热源，这样可大幅度降低燃料气消耗，如原ICI公司的LCA工艺、KBR公司的KR84、ES工艺、俄罗斯GIAP所开发的Tendem技术和xx的换热式转化工艺等。 3）采用低能耗的脱碳技术，如改良热钾碱脱碳工艺和MDEA脱碳工艺等。4）采用低压氨合成技术，合成塔采用径向设计以降低合成系统阻力降，从而节省合成气压缩和循环气压缩的压缩功。目前我国引进的大型合成氨厂合成压力普遍在15-11MPa，而国外一些新型的节能装置已采用了5.8-8MPa的低压合成工艺，如AMV工艺采用1.1MPa压力合成，凯洛格的KAAP合成压力已降为5.8MPa等。这些都显示了低压合成是合成氨的发展趋势。5）采用弛放气氢回收装置回收弛放气中的氢气，以降低造气负荷，节省天然气。 在国内以天然气为原料的大型合成氨85、装置都是引进国外技术进行建设（或者翻版设计），随着引进的年代不同，其技术水平也不同，70年代引进的合成氨装置吨氨综合能耗为39.8GJ（9.5Gcal），80年代中期大多数装置经改造后吨氨能耗降至35GJ（8.36Gcal），80年代后期引进的合成氨装置的吨氨能耗降低到30GJ（7.2Gcal）。 上述引进的大型合成氨装置中，蒸汽转化的压力由3.0MPa(G)提高到4.4MPa(G)，而合成压力则从24MPa（或15MPa）下降到10MPa；单元设计中采用了多项节能技术，机械设备的效率也大为提高。目前最新引进的合成氨装置的能耗低于28GJ（6.7Gcal），使得合成氨装置有更强的竟争力。国内以86、天然气为原料的中型氮肥厂，除90年代新建的少数装置外，大多数采用CCR法间隙转化造气、32MPa高压合成工艺，技术落后，吨氨消耗高。近年来国内合成氨新技术得到了极大的推广，通过采用天然气连续加压蒸汽转化、节能型脱碳（低能耗热钾碱技术、MDEA脱碳技术等）、15MPa低压合成等先进工艺技术，使合成氨装置的能耗大幅度降低。国内部分自主设计的中型合成氨装置的吨氨能耗已达到或低于大型合成氨装置80年代中期改造后的水平。（3）工艺技术方案的选择1） 脱硫工艺技术的选择脱硫工艺方案的确定取决于硫的含量，形态以及操作的经济性。如天然气总硫含量大于150mg/Nm3，一般采用两段脱除，先用湿法脱除天然气中的大87、部分无机硫，再用干法脱硫，以满足生产要求。根据业主提供的检测报告，本项目中天然气中硫含量很低，因此采用干法脱硫，配气站内设置了两台常温氧化铁脱硫槽对天然气进行粗脱，脱除大部分无机硫，以减少烟气中的SOx排放。工艺装置内选择价格低廉的铁锰脱硫剂，对有机硫进行加氢转化及脱除。为保证脱硫精度，铁锰脱硫槽的出口设置了一台氧化锌脱硫槽，以保证天然气中的总硫脱除到0.2ppm。根据业主要求，脱硫槽内脱硫剂的装填量按总硫100mg/Nm3进行设计。2） 天然气转化工艺技术选择 对于以天然气为原料的大、中型合成氨厂，天然气转化可采用以下几种技术： 传统的二段加压蒸汽转化工艺纯氧或富氧换热式转化工艺非催化部分氧88、化或催化部分氧化a. 传统的加压蒸汽二段转化采用天然气加蒸气一段部分转化、二段加空气深度转化的工艺，天然气一段转化的热量全部来自一段炉辐射段。合成氨装置可提供大量的蒸气供尿素等装置使用。该技术成熟可靠，有长期生产经验。b. 换热式转化该工艺实质上是将一段转化炉改为换热式转化炉，一段转化所需的反应热由二段转化出口高温气体来提供，不再需要燃烧天然气供热。由于受到氢氮比所限，二段高温转化气的可用热量是有限的，不能完全满足一段转化的需要，因此在二段炉内需加富氧空气。采用换热式转化工艺，较传统的两段转化每吨氨可节约100160Nm3天然气，但是由于二段炉的高温转化气作为换热式一段炉的热源，合成氨装置的蒸89、汽大量减少，当合成氨装置配套尿素时，还需另外设置锅炉。c. 非催化部分氧化或催化部分氧化 非催化部分氧化一般多用于以渣油或重油为原料的造气工艺。在部分氧化反应器中存在严重返混，因而很难用平衡温距的概念来判定其转化温度。因无催化剂，转化反应很难进行得比较彻底，要使反应器出口的残余甲烷含量符合合成氨的要求，唯一的办法就是提高反应温度，即转化温度要在1350左右。但是对以天然气为原料的转化工艺来讲，要达到这样高的温度，只有靠烧掉H2和多耗O2，因此消耗很高，而且析炭难于避免。所以，以天然气为原料合成氨，国际上都不推荐采用非催化部分氧化工艺，仅在68MPa的重油造气改造时采用过。因此，不推荐采用此方案90、。对于催化部分氧化，国内已有设计并投产的生产厂。该方案转化所需的热量由转化炉内部燃烧天然气解决，转化炉为绝热反应器，燃烧天然气的热量可百分之百利用。该方案的天然气消耗可以降低，但需要空分装置，在有廉价的氧气和不需要合成氨装置向外提供蒸汽的条件下，可以考虑采用该方案。该工艺操作条件非常苛刻，操作难度较大，电耗较高，因此，本项目中也不推荐采用此方案。 综上所述，方案a.和方案b.都可用于绵阳XX公司的700MTPD合成氨装置，但是考虑到工厂将配套建设尿素装置，尿素生产装置中需要大量的中压蒸汽，换热式转化工艺并无优势，因此建议造气工艺采用投资相对较低的传统天然气二段蒸汽转化工艺。3）脱碳工艺技术的选91、择目前氨厂中脱除CO2的方法很多，主要分为两大类：即物理吸收和化学吸收，物理吸收如：低温甲醇洗、液氮洗、聚乙二醇二甲醚（NHD）、碳酸丙烯脂法及变压吸附法等；化学吸收法如改良热钾碱法、乙醇胺法和改良胺法（MDEA法）等。脱碳工艺的选择与合成氨厂的原料、操作参数、流程组合等均有关，在传统的以天然气或轻油为原料的合成氨装置：即经蒸汽转化、变换、脱碳、甲烷化、合成制得合成氨的传统流程中，脱碳压力1.0MPa时，以乙醇胺法脱碳较为经济。在脱碳压力为1.63.5MPa的大、中型合成氨装置中，改良热钾碱法和MDEA法采用较多。与改良热钾碱法相比，采用MDEA技术脱碳，设备投资略低，但由于MDEA溶液的价格92、比热钾碱溶液贵得多，因此总投资二者相当。在运行过程中由于溶液会有损失，将定期补充溶液，因此使用改良热钾碱法脱碳的运行费用更低。另外由于单位体积的改良热钾碱溶液对二氧化碳的吸收能力比MDEA溶液更强，因此改良热钾碱溶液的循环量小，运行过程中的电耗更低。另外从系统热平衡的角度出发，由于本装置内的压缩机均采用电机驱动，低位能的废热较多，若不充分使用，就必须用冷却水移走，因此虽然MDEA工艺二氧化碳的再生热耗低，但在本装置中无法充分发挥其优势，热钾碱法脱碳更为适合。综合以上各点，本可研选用改良热钾碱法脱碳。4）国内合成技术的选择目前的中型氨厂绝大多数仍采用32 MPa合成，虽然作了许多优化及节能措施，93、但合成气压缩功高，高压系统的漏损亦大。随着国内的氨合成触媒迅速发展，新一代的氨触媒的低压、低温活性已接近国际先进水平。这些为采用低压合成提供了先决条件。氨合成系统压力降低后，可以使合成氨装置的压缩功消耗大幅度下降；同时由于压力降低，使高压系统漏损大大减少；合成循环气中氢分压的降低，亦为合成高位能的合理利用创造了便利条件，使热回收更完善。采用低压合成是合成氨生产技术更新的必然。成达公司的15 MPa低压氨合成技术，自92年首次应用于眉山氮肥厂以来，已连续应用于多套合成氨装置，其中规模最大的是德阳XX年产20万吨合成氨装置。该技术的核心是由成达公司自主开发设计的三床层内换热式径向氨合成塔，合成气在94、催化剂床层中径向流动，全塔阻力降比轴流式的氨合成塔低得多，正常操作时全塔阻力降约1.5bar。通过采用内换热结构控制催化剂床层入口温度，该合成塔可以获得高的氨净值，在14MPa的合成压力下氨净值可以达到15.6%。采用低压氨合成工艺的装置，取得了明显的经济效益。32.0MPa与15.0MPa压力下合成工序的压缩功（吨氨消耗）对比见下表： 合成压力MPa联压机功率kW循环机功率kW冰机功率kW总功率备注32.0315.2687.3110.1512.6615.0239.8340.80110.25390.88 仅从上述压缩功比较表就可以看出，低压合成具有大幅度节省压缩机功率的优点。与节能型的32 M95、Pa合成相比，吨氨节省功率约121.78kW.h，节能效果显著。采用低压合成亦降低了高压系统的漏损及高压设备的维护。因此本项目中选择低压合成技术，使合成氨装置的消耗更低。（4）引进技术和设备的说明本装置的工艺技术可全部国产化。脱碳系统的水力透平需要引进。国产的水力透平目前尚无在同规模装置中的使用业绩。而且与引进的水力透平相比，国产水力透平效率较低，回收的能量少。对大中型合成氨装置，使用引进的水力透平更为经济。（5） 工艺流程和消耗定额1） 工艺流程简述A 天然气配气站界区外来的天然气先进入天然气分离器，分离出较大粒度的固、液杂质，然后进入天然气洗涤塔进一步洗涤除尘。天然气洗涤塔为一筛板塔，洗涤96、水由洗涤水循环泵封闭循环，出洗涤塔的天然气进入洗气分离器，分离夹带的液滴后，进入常温脱硫槽，脱除大部分无机硫化物。配气站出口的天然气分别进入700MTPD合成氨装置，两套180MTPD合成氨装置,以及锅炉系统。B脱硫、造气工序来自配气站的天然气加入返氢后，经天然气压缩机加压后进入一段转化炉对流段预热至380依次进入铁锰脱硫槽脱硫，铁锰脱硫槽后串接一氧化锌脱硫槽以保证脱硫的精度，离开氧化锌脱硫槽的天然气中硫含量小于0.2ppm。脱硫后的天然气按一定的水碳比配入工艺蒸汽，混合气经一段转化炉对流段的混合气盘管预热后进入一段炉辐射段转化管，在镍触媒的作用下进行蒸汽转化反应生成氢气和一氧化碳。转化反应需97、要的热量靠一段炉辐射段燃烧燃料天然气提供。在一段炉对流段分别设置：l 混合气预热器l 工艺空气预热器l 蒸汽过热器l 天然气预热器l 蒸汽过热器l 天然气预热器l 烟气中压废锅l BFW预热器l 燃料气预热器l BFW预热器充分回收烟气热量提高一段炉总的热效率。一段炉出口的转化气经输气管进入二段炉，在二段炉燃烧室内与来自工艺空气压缩机并经一段炉对流段盘管预热的工艺空气混合，发生燃烧。燃烧为转化气在二段炉触媒层中的进一步蒸汽转化反应提供了热量。经两段蒸汽转化，二段炉出口转化气中的残余甲烷含量降低到约0.35%(dry)。二段炉出口气温度约1000，在转化气废锅和转化气锅炉给水预热器中回收热量后，98、送往中低变甲烷化工序。 C中低变、甲烷化工序工艺流程简述 来自转化工序的转化气温度约371，进入高温变换炉，高温变换炉中装填了铁系的高温变换触媒，转化气在高温变换触媒中发生变换反应，大部分一氧化碳与蒸汽反应生成二氧化碳和氢气，离开高温变换炉的工艺气中一氧化碳含量降低到约3%。为使变换反应更接近平衡，高温变换炉出口气经甲一换热器、高变废锅、高变气锅炉给水预热器回收热量后，温度降低到200进入装有铜触媒的低温变换炉进一步发生变换反应，低温变换炉出口的一氧化碳含量降低到0.3%，送往脱碳工序。由脱碳工序来的粗合成气中二氧化碳含量小于1000ppm，经甲二换热器和甲一换热器预热后进入甲烷化炉，甲烷化炉99、中装填了镍触媒，脱碳气中含有的少量一氧化碳和二氧化碳与氢气发生甲烷化反应被除去。甲烷化炉出口气中除水蒸汽外含有氢气，氮气，及少量甲烷，氩气。甲烷化炉出口气经甲二换热器回收热量后，在甲烷化水冷器中用水冷却到40，在甲烷化气分离器中分离冷凝液，分水后的甲烷化气作为合成补充气送往压缩工序。D脱碳工艺流程低温变换炉出口气经低变气废锅，CO2再生塔再沸器，低变气/脱盐水换热器回收热量后，温度降低到81，在低变气/净化气分离器中将冷凝液分离下来。分离下来的工艺冷凝液送往中压蒸汽汽提后回收使用。变换气进入CO2吸收塔，在吸收塔中与热钾碱溶液逆流接触，分两段完成二氧化碳的吸收。热钾碱溶液是含有活化剂的碳酸钾溶100、液，吸收二氧化碳后的热钾碱溶液（富液）经水力透平回收能量后，进入CO2再生塔上部，水力透平回收的动力用于提供半贫液泵运转所需的部分动力。在CO2再生塔上段，经闪蒸、蒸汽汽提，富液中溶解的CO2被部分再生出来，形成半贫液。大部分半贫液被抽出，在闪蒸槽中减压后，通过半贫液泵送回到CO2吸收塔下段的顶部循环使用。半贫液闪蒸气通过蒸汽喷射器与引射蒸汽一道回到CO2再生塔上段的底部，引射蒸汽由低变气废锅产生。未被抽出的半贫液在CO2再生塔的下段进一步再生，成为贫液，在贫液/脱盐水换热器中回收热量后，用贫液水冷器冷却至70，经贫液泵加压送至CO2吸收塔上段循环使用。CO2再生塔中再生出来的二氧化碳经塔顶部101、洗涤段的洗涤冷却后温度约40，做为产品送出界区。E压缩工艺流程简述压缩工序包括原料天然气压缩、工艺空气压缩及合成补充气（氢氮气）与合成循环气的压缩，其中氢氮气与合成循环气压缩机联合。原料天然气进入天然气压缩机压缩后送往造气工序。天然气压缩机采用电动离心式压缩机。空气压缩机采用电动离心式压缩机，在空气段三段分离器出口，抽出一定量的空气作为仪表空气及供尿素装置使用。氢氮气循环气联合压缩机采用电动往复式压缩机，正常操作时三开一备。来自中低变甲烷化工序的氢氮气，配入来自膜分离工序的低压氢气后，抽出少量送往天然气压缩机的入口作为脱硫的配氢气。其余氢氮气进入联合压缩机的氢氮气段压缩，送往合成工序。正常操作102、时，在联合压缩机氢氮气段的一段出口分离器前补入来自膜分离装置的高压氢气。联合压缩机的循环气段用于压缩合成工序的循环气。F氨合成工艺流程概述来自压缩工序的氢氮气作为合成补充气通过补充气氨冷器冷却，大部分的水冷凝并在补充气分离器中被分离下来。分水后的合成补充气与来自1#氨分离器的合成循环气混合，在2#氨冷器中进一步冷却，进入2#氨分离器将冷凝的氨分离出来。分氨后的合成气回收冷量后进入循环气压缩机压缩，循环气压缩机出口设置一台高效油过滤器以防止压缩机带油。油过滤器出口气在进出塔换热器中预热后进入氨合成塔发生氨合成反应。合成塔出口气经合成废热锅炉，合成锅炉给水预热器，进出塔换热器回收热量后，在合成水冷103、器中冷却到40，然后经冷交换器、1#氨冷器冷却，大部分的氨被冷凝并在1#氨分离器中分离出来，1#氨分离器出口的合成气弛放一部分以控制合成回路中的惰性气体含量，剩余的大部分合成气进入2#氨冷器中冷却，在2#氨分离器中进一步分氨后循环使用。合成弛放气送往氢氨回收装置回收氨与氢气。1#氨分离器与2#氨分离器分离下来的液氨在液氨排放槽中降压闪蒸，除去大部分溶解的合成气后，在液氨加热器中与来自冷冻系统的冷冻氨换热后送尿素装置。液氨排放槽出口的闪蒸气送往氨回收工序。G冷冻工序在冷冻工序设置了一台电动离心式氨压缩机。来自2#氨冷器壳侧的气氨进入氨压缩机的一段入口进行压缩。在压缩机二段入口补入来自1#氨冷器和104、补充气氨冷器的气氨，然后一起压缩至约17bar。压缩机出口的气氨经回流冷却器和氨冷凝器冷却冷凝后，自流至液氨贮槽，然后送往氨冷器壳层形成循环。来自氨冷器壳侧、液氨贮槽的排污，收集后送往集油器处理。H氢氨回收工序在氨回收装置内设置了（高压）氨吸收塔，低压洗氨塔分别洗涤回收高压弛放气和低压闪蒸气中的氨。洗氨后的高压弛放气送入膜分离系统回收氢气，膜分离尾气与洗氨后的低压闪蒸气均送往造气工序做燃料。洗涤下来的氨水送往氨蒸馏塔，氨水中的氨被蒸馏出来，塔顶气氨冷凝后大部分回流至塔内，其余部分作为产品送出界区。氨蒸馏塔底水冷却后作为洗涤水循环使用。I氨贮存氨存贮系统内设置了四个1000m3的液氨球罐。当尿素105、装置短时间停车时，合成氨装置生产的液氨将送到液氨球罐贮存。液氨球罐的设计压力为25bar。J蒸汽系统装置中设置三个等级的蒸汽管网：4.0MPaG3602.5MPaG2250.4MPaG1524.0MPa的蒸汽由转化废锅及一段炉对流段的废热锅炉产生，在一段炉对流段过热到360后部分用做一段蒸汽转化的工艺蒸汽，多余的4.0MPa蒸汽在过热盘管前减压到2.5MPa管网。2.5MPa的蒸汽主要来自高变废锅及合成废锅，大部分与来自4.0MPa管网的蒸汽一道送出界区供尿素装置使用。少量2.5MPa蒸汽减压到0.4MPa蒸汽管网，供脱氧槽等用户使用。2）主要原材料、动力及公用工程消耗A 吨氨消耗（以100%106、液氨计）序号名 称单位消耗备 注1天然气Nm3849.6低热值8940kcal/Nm32电kWh7203冷却水m3207.2t=104脱盐水t4.0775输出蒸汽kg-21802.5MPa(G),饱和6输出冷凝液t-0.953 备注：a.天然气消耗单位Nm3指标准状态下的体积,即101.325kPa(A),0下的体积。b. 以上为合成氨装置的消耗，不包括仪表，照明，空压，化水，循环水等公用工程消耗。B 催化剂消耗序号催化剂名称用量(m3)期待寿命(年)1常温氧化铁脱硫剂16712铁锰脱硫剂34.513氧化锌脱硫剂8.054一段转化催化剂11.325二段转化催化剂18.8356高温变换催化剂31107、.447低温变换催化剂44.238甲烷化催化剂11.949氨合成催化剂53.58C 化学药品化学药品名称首次装填量年消耗量K2CO385000 kg8300 kgDEA8500 kg1076 kgV2O52300 kg230 kg消泡剂-0.5m3（6） 合成氨装置超限设备表主要超限设备规格为初步的：设备名称直径mm高度mm设备重量t超限内容氨合成塔外壳240025405218超长，超重氨合成塔内件70超重CO2吸收塔外壳1800/27004330098超长，超重CO2再生塔外壳3300/220058687185超长，超重闪蒸槽34001185242超宽，超重热钾碱溶液槽6500850017超108、宽，超高合成开工加热炉38802758053超长、宽,超重合成塔进出塔换热器1714066超重低变炉3200615061超重氨冷凝器18001148541超重工艺冷凝液汽提塔9002142517超长二段炉(壳体)34002230082超长、宽,超重（7）合成氨装置主要设备表序号设备位号设备名称数量备 注一. 配气站图号 DWG. NO. 装置名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计阶段 STAGE 专业 SPECIAL 1天然气分离器12闪蒸槽13天然气洗涤塔14洗涤水过滤器15洗涤水循环泵1+16洗气分离器17常温脱硫槽2二. 造气工序1一段转化炉12转化气废锅13转化气锅炉给109、水预热器14工艺冷凝液换热器25工艺冷凝液水冷器16中压汽包排污冷却器17铁锰脱硫槽28氧化锌脱硫槽19二段转化炉110工艺冷凝液汽提塔111中压汽包112连续排放罐113低压汽包114燃料气分离器115引风机116中压锅炉循环泵2+117低压锅炉循环泵1+118磷酸盐注射装置119烟囱120输气管1三. 中低变、甲烷化工序1甲一换热器12甲二换热器13中变废锅14中变气锅炉给水预热器15甲烷化水冷器图号 DWG. NO. 分项名称SUBPROJECT 项目名称PROJECT 设计阶段STAGE CCECC96208 分析化验 9610-1-49-0320-3 40-A51.018-96 16110、高温变换炉17低温变换炉18甲烷化炉19甲烷化气分离器110脱氧槽111高变汽包112中压锅炉给水泵1+113低压锅炉给水泵1+114联胺注射装置115氨水注射装置1四. 脱碳工序1低变气废锅12CO2再生塔再沸器13低变气/脱盐水换热器14贫液/脱盐水换热器15CO2再生塔顶冷却器16贫液水冷器17CO2吸收塔18CO2再生塔19低变气/净化气分离器110闪蒸槽111热钾碱溶液贮槽1内带加热管12热钾碱溶液制备槽1带搅拌13活性碳过滤器114低压蒸汽分离器115贫液泵1+116半贫液泵2+117水力透平118CO2再生塔冷凝液泵1+119工艺冷凝液泵1+120热钾碱溶液输送泵121地下槽泵1111、22蒸汽喷射器423热钾碱溶液过滤器124热钾碱溶液制备过滤器125地下槽混合器126消泡剂注射系统1五. 压缩工序1天然气分离器12天然气压缩机1包括段间冷却器，分离器等3空气压缩机1包括段间冷却器，分离器等3氢氮气循环气联合压缩机3+1包括段间冷却器，分离器等4防爆吊车1六. 合成工序1合成开工加热炉12合成废热锅炉13进出塔换热器14合成水冷器15冷交换器161#氨冷器17合成锅炉给水预热器182#氨冷器19补充气氨冷器110液氨加热器111氨合成塔112低压闪蒸气洗涤塔1131#氨分离器1142#氨分离器115补充气氨分离器116液氨排放槽117油过滤器118合成汽包119闪蒸气分离器112、120循环气压缩机2+121低压闪蒸气洗涤塔给水泵1+1七. 氢氨回收系统1水循环冷却器12氨溶液热交换器13液氨冷凝器14再沸器15液氨回流泵16水循环泵17低压氨水泵18弛放气分离器19氨吸收塔110氨蒸馏塔111低压洗氨塔112液氨回流槽1八. 冷冻工序1氨冷凝器12氨压缩机出口冷却器13液氨贮槽14集油器5氨压缩机回流分离器16氨压缩机1包括段间冷却器等九. 氨贮存1氨罐4（8） 主要设备概述1） 合成氨装置A一段转化炉 一段转化炉是合成氨厂的关键设备之一。本装置一段转化炉采用炉型为箱式顶烧炉。其辐射段内设置四组带有上升管，下集气管及转化管组成的竖琴管排。转化管材料为改良的HP-Nb，113、共184根，内装11.3m3镍触媒。对流段为“”形布置，内有混合气预热器，工艺空气预热器，蒸汽过热器，天然气预热器，蒸汽过热器，天然气预热器，烟气中压废锅，BFW予热器，燃料气予热器，BFW予热器共十组盘管。烟气温度被降到约170oC，由引风机送入烟囱排入大气。一段炉总热效率大于90%。该炉型有以下特点：1） 转化管采用高温强度比较高的改良HP-Nb，比原来采用HK40同样外径的炉管壁厚减薄，即节省了高合金钢材，又增加了触媒装填量，使转化管能力增加。 2）转化管系为竖琴管排结构，炉体紧凑。竖琴管排的设计制造及安装要求较高。3）炉墙及炉顶耐热衬里采用耐火纤维，炉子外壁温度为80以下，减小热损，提114、高了热效率。 4）顶部烧嘴为自吸式，燃烧空气不需预热。 以上措施节省材料，提高炉子热效率，为降低吨氨能耗创造了条件。2）二段转化炉该设备为内衬耐火材料，外有水夹套的高温中压操作的立式反应容器。混合器采用了Incoloy800H的喷管结构，工艺空气由炉头上部送入炉内，高速通过喷管与一段转化气混合，再通过触媒层甲烷进一步进行转化反应。这种喷管结构简单、可靠、操作弹性大。下部采用多块异型刚玉砖组成的球拱结构，支承触媒。转化气通过球拱上一定面积开孔，排出二段炉。3）转化气废热锅炉 本项目的转化气废热锅炉采用立式、“U”型水管强制循环结构。二段转化气由下部送入壳程，经过多孔分布挡板和圆环形折流板向上流动115、，由上部流出。在上部设置一个出口，其目的是以副线来调节出废锅转化气温度。 为防止万一耐火衬里损坏后，高温气体窜至壳壁，使壁温局部过热，在壳程下部设置了水夹套，以确保安全。4）进出塔换热器 进出塔换热器是一台管壳程均为高压的第三类压力容器，它是合成氨装置中重大设备之一。其结构形式为卧式固定管板换热器。氨合成塔的进口气与出口气在此设备内进行换热。进出塔换热器，由于其管壳程均为高压，壳体和管箱壁均较厚，加之换热管直径小、长度长、管子数量多、折流板数量多、设备需整体热处理，故其制造难度也很大。5）氨合成塔合成塔是合成氨生产中的核心设备，该氨合成塔采用径向流设计、内装三个触媒床层、上部和中部两个触媒筐中116、心设置换热器。该结构具有以下优点： 径向流的结构可以降低全塔阻力降，通过特殊设计的气体分布器保证气体在催化剂床层中分布均匀，提高催化剂利用率。催化剂床层间采用自紧式密封，结构简单可靠，装填触媒较方便。特殊的内部结构设计可以保证内件在高温情况下的自由膨胀。上、下部换热器均是列管浮头式换热器，换热管受热可以自由的膨胀伸缩。6）CO2吸收塔CO2吸收塔为脱碳工序中的主要设备之一。塔内装填散堆填料，在贫液和半贫液进口处设有喷淋器和液体分布器，以使溶液在填料内均匀分布。填料床层底部采用了波纹状多孔填料支撑板，它既能支撑填料及床层中含液的重量，又有大于填料空隙率的自由截面，利于气体自下而上地穿过。7）CO117、2再生塔CO2再生塔内设有3层填料段，每段填料均为上部碳钢和下部不锈钢散堆填料。在富液进口处采用套管双层降压闪蒸结构的分布器，以使溶液在填料内均匀分布。填料床层底部采用了波纹状多孔填料支撑板，它既能支撑填料及床层中含液的重量，又有大于填料空隙率的自由截面，利于气体自下而上地穿过。在富液段和半贫液段的底部设有泄流板，泄流板上装有升气管和溢流管，以便半贫液溢流和下段气穿过。泄流板底部均设有漏流消除板。8）压缩机组本项目有空气压缩、天然气压缩，氮氢气（合成补充气）和循环气压缩，以及氨压缩。结合该地区动力情况，全部选用电机驱动的压缩机。与采用汽轮机驱动压缩机的同规模合成氨装置相比，可节省可观的投资。目118、前采用的方案是：天然气压缩机离心式压缩机1台空气压缩机 离心式压缩机1台氮氢气循环气联合压缩机往复式压缩机4台（3开1备）氨压缩机 离心式压缩机1台往复压缩机采用无油润滑。为保证往复压缩机长周期运行，特别是无备机的机组，应选用较低的活塞速度，虽然增加了制造成本，但能实现每年检修一次，这样，因减少了装置停产损失而获得的经济效益远远超过所增加的投资。42 尿素装置现有尿素装置概况尿素装置：一套年产13万吨水溶液全循环法尿素装置，于2001年建成投产，现在实际生产能力达到日产500吨尿素。另一套水溶液全循环法尿素装置于1994年建成投产，设计能力为年产6万吨尿素。2001年经过扩能改造后，现在生产能119、力为日产500吨。尿素消耗及综合能耗序号名称单位消耗热值KJ能耗GJ1氨kg6252蒸汽t1.703.9043电KWh1802.1314冷却水t1700.427总能耗(电、汽、水）6.462GJ1.543百万大卡搬迁尿素装置工艺概述产品规模和规格（1）产品产量时产量：27.1 吨日产量：650 吨（2）产品规格符合国家标准GB2440-2001尿素装置工艺技术方案（新建1200吨/天）（1）工艺路线比较和选择1）国内外工艺技术概况从尿素技术发展看，六十年代以前主要为水溶液全循环法，六十年代已开始研究发展汽提技术，如斯塔米卡邦公司的CO2汽提法，斯那姆公司的氨汽提法，这两种方法均在六十年代中期工120、业化。七十年代汽提法尿素迅速发展，尤以CO2汽提法建厂最多。七十年代世界性能源危机后，能源费用急剧上涨，世界上一些公司致力开发新型的节能尿素技术，如八十年代初开发成功并且工业化的日本三井/东亚-东洋工程公司的节资节能先进工艺（ACES法）。同时原来采用汽提方法的公司在这期间也积极进行工艺流程的完善改造，如斯塔米卡邦公司设置CO2气脱H2，以改善装置运转的安全性；工艺尾气设置常压回收塔，减少NH3和CO2损失；工艺冷凝液处理增设尿素水解设施，减少环境污染，降低NH3和CO2消耗。九十年代该公司改进合成塔塔板结构、开发池式甲铵冷凝器，降低了蒸汽消耗，节省了投资。为便于区分，通常将过去的立式高压甲铵121、冷凝器型CO2汽提法称为传统型CO2汽提，将高压（池式）甲铵冷凝器（或池式反应器）型CO2汽提法称为改良型。斯那姆公司的氨汽提法在节能及减少环境污染方面对工艺流程也进行了改造，如用中压分解气的部分冷凝热浓缩尿素溶液，用低压分解气的部分冷凝热预热高压液氨，用蒸汽冷凝热预热甲铵溶液，工艺冷凝液处理设置尿素水解设施。这些设施，使近期氨汽提法能耗及环境污染方面与早期流程比较有显著改善。从目前世界上尿素发展趋势看，一方面是发展节能技术及环保安全措施的采用，例如对大型尿素装置尽量采用节能措施，回收热量以降低能耗，对排放物的回收处理工艺不断改进，达到装置无污染物排放的目的；另一方面是从节省投资费用及提高运转122、率方面进行研究，如对关键设备的形式改进优化、采用高效合成塔盘、减少设备容积，从而进一步降低框架高度也节省投资；另外采用新型材料，如双相钢，以提高设备及管道的耐腐蚀能力，延长设备使用寿命等等。下面将可供选择的尿素生产方法叙述如下：（A）碳铵液水溶液全循环法该法合成塔操作压力19.6MPa，温度188，NH3/CO2分子比为4.0，CO2转化率约64%。出合成塔溶液经中、低压分解，二段蒸发造粒得尿素产品。由于中压分解压力低，分解气的热量除在一段蒸发加热器下段回收少部分冷凝热外，其余大部分热量由于冷凝温度低，只有用冷却水移走。因此该法蒸汽消耗高，每吨尿素耗蒸汽约1.7吨。该法无高压分解（汽提）回收，123、因此该法不需要特殊不锈钢，如25/22/2，R4及DP3以及钛材。该法高压设备少，投资费用低，但公用工程（冷却水、电、蒸汽）消耗高。近年来，国内的中、小尿素装置（水溶液全循环法）进行了一系列技改，从降低蒸汽消耗方面做了大量努力，例如采用予分离、予蒸馏工艺，尿素合成塔中新型高效塔盘的应用等等，取得了一定的效果，使蒸汽消耗有所下降。（B）氨汽提法1971年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的约100套尿素装置，所建装置中最大生产能力为3200吨/日。该法主要操作指标如下：合成塔：压力15.2MPa，温度188，NH3/CO2=3.5，H2O/CO2=0.67，转化率65%。汽提塔124、：压力14.75MPa，温度207。中压分解：压力1.8MPa，温度158。低压分解：压力0.48MPa，温度138。水解器：压力3.45MPa，温度235。该法主要特点如下：合成回路中氨过剩量高，合成塔NH3/CO2分子比为3.33.6。增加了合成塔中CO2生成尿素的转化率，增加了合成塔停车封塔时间，减少了腐蚀及防腐空气量。合成回路设备布置在地面上。该法用甲铵喷射器循环甲铵液，合成塔及高压甲铵冷凝器布置在地面上，节省了投资，安装和维修方便。汽提塔使用钛或双金属加热管，减少了防腐空气用量，可在3040%负荷下操作。热回收好。中压分解气部分冷凝热用于浓缩尿素溶液，低压分解气部分冷凝热用于预热液氨125、，蒸汽冷凝热用于预热甲铵液，工艺冷凝液处理后用作锅炉给水。（C）CO2汽提法1967年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的CO2汽提装置约100多个，是目前世界上建厂数最多的生产方法。所建装置中最大生产能力为3250吨/日。该法主要操作指标如下：合成塔：压力14.0MPa，温度183，NH3/CO2=2.95，H2O/CO2=0.39，转化率59%。汽提塔：压力14.0MPa，温度165。低压分解：压力0.3MPa，温度135。水解器：压力1.73MPa，温度200。该法主要特点如下：合成回路中氨过剩量低，合成塔NH3/CO2分子比为2.953.1，降低了合成塔操作压力。用C126、O2气作汽提剂，汽提效率高。汽提后溶液只需一次减压至低压分解系统，因此工艺流程简短。原料CO2气脱H2，安全性好。动力消耗低。合成系统压力低，减少了原料CO2气及氨输送需要的功；由于汽提效率高，低压系统返回合成回路的循环甲铵液量少，减少了循环甲铵液的输送功。2）传统CO2汽提法和改良型CO2汽提法比较近年来斯塔米卡帮公司推出了池式冷凝器（及池式反应器）的改良型CO2汽提工艺，并在多套大型尿素装置中投入商业运行且获得成功，运行稳定。该工艺与传统CO2汽提法比较，其具有以下优势：a、 采用了池式冷凝器，使60%的合成反应在此进行，合成塔容积减少，使整个框架高度降低。如采用池式反应器，则可取消合成塔127、，甲铵冷凝及尿素合成在一台设备内完成，可进一步降低框架高度；同时增大了甲铵冷凝器的传热温差及总传热系数，传热面积与传统CO2汽提法比较，可减少约25%。b、 由于池式冷凝器具有较大容积，从而有较大的缓冲能力，因而增加了系统的稳定性。c、 由于池式冷凝器减少了换热面积，同时框架高度降低及管道长度的减少，其投资费用与传统CO2汽提工艺相比约降低4%（均在国外建厂）。两种方法主要特点比较：传统CO2汽提法改良型CO2汽提法备注高压甲铵冷凝器换热面积大以100%计小125%按同样规模比较框架高度较高（约50米）可降低（约40米）按同样规模比较能耗水平较低较低两种方法能耗水平相当专利费用无需引进技术，无128、专利费用需引进专利技术及工艺包，有专利费用及工艺包费用及专利商来华所需费用约需200万美元设备国产化情况除高压喷射器外，可基本实现装置大国产化。高压喷射器，池式冷凝器为专利设备，需从国外引进； 装置投资比较较低以100%计较高160%-180%引进软件等及部分关键设备。3）消耗定额比较上述各种方法消耗定额见下表：(以每吨尿素产品计)名称规格单位CO2汽提法氨汽提法全循环法液氨以100%NH3计t0.570.580.59CO2以100%CO2计t0.7750.7750.78蒸汽2.4MPaG1.2MPaGt0.96*0.751.41.7冷却水T=10m38585170电kWh120125150注129、*：蒸汽消耗未包括（扣除）输出的低压蒸汽。（2） 工艺技术选择上述三种方法技术均成熟可靠，公用工程消耗全循环法最高，技术较落后，且装置规模小，其它两种汽提法相差很小。从投资看，水溶液全循环法最低，传统CO2汽提法基本不需要引进国外设备，投资费用低于氨汽提法。就CO2汽提法而言，改良型CO2汽提法比传统CO2汽提法具有其优越性，但两种方法的消耗并无实质性的差异，对于国内建设中型CO2汽提法尿素装置而言，前者需付专利费用及工艺包设计费，池式冷凝器国内不能制造，需引进，而用后者在国内建设中型尿素装置则不需付专利费用及国外工艺包费用，也不需引进高压甲铵冷凝器，因此采用传统CO2汽提工艺的建设费用比前者130、低得多。至于操作方面，CO2汽提法与其它尿素生产工艺相比，具有工艺流程简短、容易操作的优点，其运转率在一般在90%以上，虽然改良CO2汽提法也具有良好的稳定性，结合国内实际情况没有必要为此再花费更多的投资费用，因此推荐采用传统型CO2汽提工艺，本项目的可研报告则选择传统型CO2汽提法作为尿素装置的工艺方案。（3）工艺流程叙述尿素装置生产工艺为应用传统型CO2汽提法。尿素生产装置由下列工序及辅助设施组成：l 氨的加压及CO2气压缩工序l 合成及汽提工序l 循环工序l 尿素溶液贮存及蒸发工序l 解吸和水解工序参见工艺流程图。1)氨的加压及CO2气压缩工序来自界区的液氨，至高压氨泵（304-J/JA131、），液氨在此被加压至16.0Mpa(A)，经液氨过滤器（313-L/LA）后通过甲铵喷射器（301-L）至高压甲铵冷凝器（303-C）。液氨在喷射器中产生的抽力，将高压洗涤器（304-C）来的甲铵液带入高压冷凝器，高压冷凝器操作压力约为13.9MPa(A)。自界区来的CO2气通过CO2压缩机入口分离器（311-D）至CO2压缩机（302-J/JA）入口。经压缩机四段压缩至14.3MPa(A)进入脱氢反应器系统，该系统由高压CO2气换热器、加热器、脱氢反应器及冷却器组成，脱氢后的CO2气进入高压汽提塔（302-C）。CO2压缩机由同步电机驱动。2)合成及汽提工序在尿素合成塔（301-D）中，液氨132、和CO2气体生成尿素的反应在温度170-190C和压力13.5-14.5MPa下进行。出合成塔的尿素溶液进入汽提塔（302-C），汽提塔为降膜式热交换器，底部加入CO2气汽提，壳侧加入中压蒸汽供热，在此甲铵溶液中的大部分甲铵分解为NH3和CO2。出汽提塔顶部的气体进入高压甲铵冷凝器（303-C），该冷凝器型式为采用立式降膜式热交换器。出汽提塔的大部分气体与甲铵喷射器来的液氨-甲铵液混合物反应生成甲铵。出甲铵冷凝器气体和液体入合成塔底部。在合成塔中，甲铵转化成为尿素。合成塔中反应混合物通过降液管管线进入汽提塔，含NH3和CO2的惰性气则进入高压洗涤器（304-C）。在高压洗涤器（304-C）的下133、部， 大部分NH3和CO2冷凝，其冷凝所放热量由调温水移走。出高压洗涤器（304-C）下部的气体，在高压洗涤器（304-C）上部的填料床层与从循环工段来的甲铵液逆流接触，气体中的NH3和CO2被甲铵液吸收。出高压洗涤器的惰性气体仅含有少量的NH3和CO2，通过压力调节阀进入7巴吸收塔（309-D）。7巴吸收塔由两层填料床层组成，上部床层用冷却后的蒸汽冷凝液作吸收剂，下部床层用工艺冷凝液作吸收剂。出7巴吸收塔的惰性气体仅含有微量氨，通过压力调节阀排入大气。3） 循环工序此工序主要是从出汽提塔底部的尿素溶液中回收NH3和CO2。出汽提塔底部的尿素溶液通过液位调节阀减压后进入精馏塔（305-D）的填134、料床层上。尿素-甲铵溶液再从精馏塔的下部进入循环加热器（306-C），温度升至大约135C，大部分甲铵分解为NH3和CO2，分解所需热量由低压蒸汽提供。出循环加热器（306-C）的气液混合物在精馏塔（305-D）的下部分离，气体通过精馏塔的填料床层与上部来的冷尿素溶液接触，进行热量和质量交换。出精馏塔的气体进入低压甲铵冷凝器（307-C），气体在此几乎完全冷凝，冷凝热则由该系统的调温水移走。出低压甲铵冷凝器的气液混合物进入低压甲铵冷凝器液位槽（314-D）分离。出液位槽的气体入常压吸收塔（306-D）吸收CO2和NH3，出液位槽的甲铵液经高压甲铵泵（307-J/JA）升压至14.5Mpa(A)135、入高压洗涤器（304-C）。出精馏塔底部的尿素溶液浓度约为68.3%，含有少量的NH3及CO2。尿素溶液通过液位调节阀入闪蒸槽（313-D）。闪蒸槽操作压力0.045MPa（A），由于压力降低，部分NH3，CO2及H2O从溶液中闪蒸出来，气体入一段蒸发冷凝器（312-C）。4） 尿素溶液贮存及蒸发系统出闪蒸槽的尿素溶液进入尿素溶液贮槽（301-F），再由尿素溶液泵送入一段蒸发器（309-C），一段蒸发器操作压力为0.03MPa(A)，操作温度130C，溶液在此被浓缩至96%。浓缩尿素溶液所需热量由加入壳侧的低压蒸汽提供。出一段蒸发器的气液混合物在上部的分离器（315-D）分离，溶液入二段蒸发器136、（310-C），气体至一段蒸发冷凝器（312-C）。从闪蒸槽及一段蒸发分离器来的气体在一段蒸发冷凝器中冷凝，冷凝液去氨水贮槽（302-F），未凝气经一段喷射器（302-L）入常压吸收塔（306-D）中进一步用7巴吸收塔来的稀氨水吸收。吸收液入氨水槽，气体至排气筒（314-L）放空。出一段蒸发分离器的尿液进入二段蒸发器（310-C），二段蒸发器操作压力为0.003MPa(A)，操作温度约140C，溶液在此被浓缩至99.7%。浓缩尿素溶液所需热量由加入壳侧的低压蒸汽提供。出二段蒸发器的气液混合物在上部的分离器（316-D）分离，溶液由熔融尿素泵（309-J/JA）送入造粒塔（305-L）造粒，气体137、经升压器送入二段蒸发冷凝器（313-C）冷凝，未冷凝的气体经喷射器（303-L）进入二段蒸发后冷器（314-C），冷凝液入氨水贮槽。出二段蒸发后冷器的未凝气通过二段蒸发第二喷射器（304-L）升压后送入常压吸收塔进一步回收氨。出造粒塔的尿素颗粒经皮带称称重后由输送机送去仓库包装。5） 解吸和水解氨水槽中的溶液含有NH3、CO2及尿素，溶液通过解吸塔给料泵（312-J/JA）送出，其中一部分送至低压甲铵冷凝器作吸收剂，其余经解吸塔换热器（316-C）预热后入第一解吸塔（307-DA）上部。溶液从上至下流经各筛板时，溶液中的大部分氨和CO2被水解塔（308-D）和第二解吸塔（307-DB）来的气体138、汽提出来。出第一解吸塔底部的稀溶液经水解塔给料泵（314-J）抽出，经水解塔预热器（308-C1/C2）预热后进入水解塔（308-D）上部。在水解塔中溶液中的尿素水解成NH3和CO2，所需热量由从水解塔底部加入的高压蒸汽提供。出水解塔底部的溶液经预热器（308-C1/C2）换热后进入第二解吸塔（307-DB）上部继续解吸。在第二解吸塔内溶液从上至下流经各塔板时，溶液中的NH3及CO2被从塔下部加入的低压蒸汽全部汽提出来。出第二解吸塔底部的液体含有微量的NH3及尿素。通过解吸塔换热器（316-C）、工艺冷凝液冷却器（317-C）冷却至约60C后再由工艺冷凝液泵（322-J/JA）送至化水站处理后139、作为锅炉给水。出第一解吸塔（307-DA）的气体到回流冷凝器（305-C）进行冷凝，冷凝后的气液混合物进入回流冷凝器液位槽（318-D）中分离。溶液经回流泵（305-J/JA）送出，一部分返回第一解吸塔顶部作为回流液，其余则送至低压甲铵冷凝器（307-C）。出回流冷凝器液位槽的气体至常压吸收塔（306-D）进一步回收氨。装置设有废水槽（351-F），用于收集系统中不能直接返回氨水槽（302-F）的甲铵液等，如冲洗管道、设备的水，进入废水槽后，再经废水槽泵（351-J/JA）返回氨水槽（302-F）。（4）消耗定额（以一吨产品尿素计，期待值）序号项目规格单位数量1液氨100%NH3计吨0.570140、2CO2100%CO2计吨0.7753蒸汽2.4MPa（G）吨1.054冷却水米3895回收冷凝液*吨1.336电千瓦时125*包括蒸汽冷凝液和工艺冷凝液。（5） 尿素装置主要设备概述1） 主要设备选型A 尿素合成塔尿素合成塔是一个圆筒形，内设塔板的立式容器。尿素合成塔操作压力约14.7MPa（A），操作温度183。内径2680mm，高度（切线至切线）23800mm，有效容积约144.8m3，内设多孔塔板。从高压甲铵冷凝器来的甲铵液及气体从合成塔底部进入，物料从底部呈柱塞流向顶部流动。在流动过程中，液相中的甲铵大部分转化成尿素，气体逐渐冷凝，冷凝热供给溶液温度升高及甲铵转化成尿素所需的热量。溶141、液从顶部经溢流管流入汽提塔，气体从顶部流入高压洗涤器。尿素合成塔壳体材料为碳钢，内衬材料为X2CrNiMo18-14-3Mod，内件亦为X2CrNiMo18-14-3Mod。B汽提塔汽提塔是一个高压降膜式换热器设备。从尿素合成塔来的尿素甲铵液流入汽提塔上部，经位于降膜式换热管上端的液体分布器后成膜状均匀地分布于换热管内壁。从CO2压缩机来的CO2气入汽提塔下管箱，溶液从降膜管内壁自上往下流动过程中，溶液与管内上升的CO2气逆流接触，溶液中的甲铵分解成NH3和CO2并被汽提出来，甲铵分解所需热量由加入壳侧的蒸汽提供。出汽提塔底部的尿素溶液经液位调节阀入精馏塔。出汽提塔顶部的气体入高压甲铵冷凝器。142、汽提塔管程操作压力14.48MPa（A），操作温度174.2（底部）。汽提塔外壳材料为碳钢，管箱材料为20MnMoIV+衬里：X2CrNiMo25-22-2（尿素级）。换热管材料为X2CrNiMo25-22-2（尿素级），规格313，有效长度6m，换热管数量1926根。C高压甲铵冷凝器高压甲铵冷凝器为立式降膜式甲铵冷凝器，直径约1600，换热管规格252.5，传热面积约1642m2，换热管材料为X2CrNiMo25-22-2（尿素级）。从汽提塔来的气体入管侧，高压洗涤器来的甲铵液通过高压甲铵喷射器（以高压氨泵来的原料氨作动力）也进入管侧。大部分汽提塔来的气体在甲铵冷凝器中冷凝。冷凝热被壳程的锅143、炉水吸收，用于副产低压蒸汽。壳程操作温度147。出高压甲铵冷凝器的甲铵液及未冷凝的气体入尿素合成塔。DCO2压缩机CO2压缩机为四段往复式压缩机，采用同步电机驱动。合成氨装置来的CO2压力0.14MPa（A），温度40，CO2纯度最低98.5%。排出压力16.0MPa（A），温度110120。压缩机为两开一备。压缩机流量约39704kg/h，单台流量约19852kg/h。E高压氨泵选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量49m3/h，最大流量55 m3/h。吸入压力1.85MPa（A），排出压力20MPaA（最大）。采用变频调速。F高压甲铵泵选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量22m3/h144、，最大流量30 m3/h。吸入压力0.3MPa（A），排出压力16MPaA（最大），采用变频调速。（6） 尿素装置超限设备表序号设备名称规格(mm)直径x长度超限内容解决办法估重（T）302-C高压汽提塔1900x6900重量超限考虑运输方式92303-C高压甲铵冷凝器1600x8700重量超限考虑运输方式69304-C高压洗涤器800/2500x7200重量超限考虑运输方式39301-D尿素合成塔2680x23800长度超限重量超限考虑运输方式320307-DA/DB第一/二解吸塔1200x27900长度超限考虑运输方式，分段运输现场组焊18308-D水解塔1800x19500长度超限重量超145、限考虑运输方式31315-D一段蒸发分离器3600x5638直径超限考虑运输方式15（7） 尿素装置主要设备表位号 名称数量主要材料备注换热器类：301-C 脱氢反应器后CO2冷却器 1CS+SS302-C高压汽提塔 125/22/2+SS+CS303-C高压甲铵冷凝器 125/22/2+SS+CS304-C高压洗涤器125/22/2+SS+SS305-C回流冷凝器1SS+CS306-C循环加热器1SS+CS307-C低压甲铵冷凝器1SS+CS308-C水解塔换热器 1SS309-C一段蒸发器1SS+CS310-C二段蒸发器1SS+CS312-C一段蒸发器冷凝器1SS+CS313-C二段蒸发器146、冷凝器1SS+CS314-C二段蒸发器后冷凝器1SS+CS316-C解吸塔换热器1SS317-C工艺冷凝液冷却器1SS+CS318-C闪蒸蒸汽冷凝器1CS319-C高压洗涤器调温水冷却器1CS320-C低压甲铵冷凝器调温水冷却器1SS+CS323-C7巴吸收塔塔底冷却器1SS+CS324-C7巴吸收塔给料冷却器1SS+CS326-C蒸汽冷凝液冷却器1CS327-C高压CO2换热器1CS328-C高压CO2加热器1CS329-C常压吸收塔循环冷却器1SS+CS位号 名称数量主要材料备注反应器类:301-D尿素合成塔1316L(尿素级)+CS302-DA/DB脱氢反应器1+1CS位号 名称数量主要147、材料备注塔、容器类:305-D精馏塔1SS306-D常压吸收塔1SS307-DA第一解吸塔1SS307-DB第二解吸塔1SS308-D水解塔1SS309-D7巴吸收塔1SS311-DCO2压缩吸入口分离器CS312-D低压蒸汽汽包1CS313-D闪蒸槽1SS314-D低压甲铵冷凝器液位槽1SS315-D一段蒸发分离器1SS4.2.4新建尿素装置概述产品规模和规格（1）产品产量时产量：50.0 吨日产量：1200吨（2）产品规格符合国家标准GB2440-20014.2.5工艺路线比较和选择（650吨/天）（1）国内外工艺技术概况从尿素技术发展看，六十年代以前主要为水溶液全循环法，六十年代已开始研148、究发展汽提技术，如斯塔米卡邦公司的CO2汽提法，斯那姆公司的氨汽提法，这两种方法均在六十年代中期工业化。七十年代汽提法尿素迅速发展，尤以CO2汽提法建厂最多。七十年代世界性能源危机后，能源费用急剧上涨，世界上一些公司致力开发新型的节能尿素技术，如八十年代初开发成功并且工业化的日本三井/东亚-东洋工程公司的节资节能先进工艺（ACES法）。同时原来采用汽提方法的公司在这期间也积极进行工艺流程的完善改造，如斯塔米卡邦公司设置CO2气脱H2，以改善装置运转的安全性；工艺尾气设置常压回收塔，减少NH3和CO2损失；工艺冷凝液处理增设尿素水解设施，减少环境污染，降低NH3和CO2消耗。九十年代该公司改进合149、成塔塔板结构、开发池式甲铵冷凝器，降低了蒸汽消耗，节省了投资。为便于区分，通常将过去的立式高压甲铵冷凝器型CO2汽提法称为传统型CO2汽提，将高压（池式）甲铵冷凝器（或池式反应器）型CO2汽提法称为改良型。斯那姆公司的氨汽提法在节能及减少环境污染方面对工艺流程也进行了改造，如用中压分解气的部分冷凝热浓缩尿素溶液，用低压分解气的部分冷凝热预热高压液氨，用蒸汽冷凝热预热甲铵溶液，工艺冷凝液处理设置尿素水解设施。这些设施，使近期氨汽提法能耗及环境污染方面与早期流程比较有显著改善。从目前世界上尿素发展趋势看，一方面是发展节能技术及环保安全措施的采用，例如对大型尿素装置尽量采用节能措施，回收热量以降低能150、耗，对排放物的回收处理工艺不断改进，达到装置无污染物排放的目的；另一方面是从节省投资费用及提高运转率方面进行研究，如对关键设备的形式改进优化、采用高效合成塔盘、减少设备容积，从而进一步降低框架高度也节省投资；另外采用新型材料，如双相钢，以提高设备及管道的耐腐蚀能力，延长设备使用寿命等等。下面将可供选择的尿素生产方法叙述如下：（A）碳铵液水溶液全循环法该法合成塔操作压力19.6MPa，温度188，NH3/CO2分子比为4.0，CO2转化率约64%。出合成塔溶液经中、低压分解，二段蒸发造粒得尿素产品。由于中压分解压力低，分解气的热量除在一段蒸发加热器下段回收少部分冷凝热外，其余大部分热量由于冷凝温151、度低，只有用冷却水移走。因此该法蒸汽消耗高，每吨尿素耗蒸汽约1.7吨。该法无高压分解（汽提）回收，因此该法不需要特殊不锈钢，如25/22/2，R4及DP3以及钛材。该法高压设备少，投资费用低，但公用工程（冷却水、电、蒸汽）消耗高。近年来，国内的中、小尿素装置（水溶液全循环法）进行了一系列技改，从降低蒸汽消耗方面做了大量努力，例如采用予分离、予蒸馏工艺，尿素合成塔中新型高效塔盘的应用等等，取得了一定的效果，使蒸汽消耗有所下降。（B）氨汽提法1971年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的约100套尿素装置，所建装置中最大生产能力为3200吨/日。该法主要操作指标如下：合成塔：压力152、15.2MPa，温度188，NH3/CO2=3.5，H2O/CO2=0.67，转化率65%。汽提塔：压力14.75MPa，温度207。中压分解：压力1.8MPa，温度158。低压分解：压力0.48MPa，温度138。水解器：压力3.45MPa，温度235。该法主要特点如下：合成回路中氨过剩量高，合成塔NH3/CO2分子比为3.33.6。增加了合成塔中CO2生成尿素的转化率，增加了合成塔停车封塔时间，减少了腐蚀及防腐空气量。合成回路设备布置在地面上。该法用甲铵喷射器循环甲铵液，合成塔及高压甲铵冷凝器布置在地面上，节省了投资，安装和维修方便。汽提塔使用钛或双金属加热管，减少了防腐空气用量，可在30153、40%负荷下操作。热回收好。中压分解气部分冷凝热用于浓缩尿素溶液，低压分解气部分冷凝热用于预热液氨，蒸汽冷凝热用于预热甲铵液，工艺冷凝液处理后用作锅炉给水。（C）CO2汽提法1967年第一个工业装置投入运转，至目前为止，世界上用该法建设的CO2汽提装置约100多个，是目前世界上建厂数最多的生产方法。所建装置中最大生产能力为3250吨/日。该法主要操作指标如下：合成塔：压力14.0MPa，温度183，NH3/CO2=2.95，H2O/CO2=0.39，转化率59%。汽提塔：压力14.0MPa，温度165。低压分解：压力0.3MPa，温度135。水解器：压力1.73MPa，温度200。该法主要特点154、如下：合成回路中氨过剩量低，合成塔NH3/CO2分子比为2.953.1，降低了合成塔操作压力。用CO2气作汽提剂，汽提效率高。汽提后溶液只需一次减压至低压分解系统，因此工艺流程简短。原料CO2气脱H2，安全性好。动力消耗低。合成系统压力低，减少了原料CO2气及氨输送需要的功；由于汽提效率高，低压系统返回合成回路的循环甲铵液量少，减少了循环甲铵液的输送功。（2）传统CO2汽提法和改良型CO2汽提法比较近年来斯塔米卡帮公司推出了池式冷凝器（及池式反应器）的改良型CO2汽提工艺，并在多套大型尿素装置中投入商业运行且获得成功，运行稳定。该工艺与传统CO2汽提法比较，其具有以下优势：d、 采用了池式冷凝155、器，使60%的合成反应在此进行，合成塔容积减少，使整个框架高度降低。如采用池式反应器，则可取消合成塔，甲铵冷凝及尿素合成在一台设备内完成，可进一步降低框架高度；同时增大了甲铵冷凝器的传热温差及总传热系数，传热面积与传统CO2汽提法比较，可减少约25%。e、 由于池式冷凝器具有较大容积，从而有较大的缓冲能力，因而增加了系统的稳定性。f、 由于池式冷凝器减少了换热面积，同时框架高度降低及管道长度的减少，其投资费用与传统CO2汽提工艺相比约降低4%（均在国外建厂）。g、两种方法主要特点比较：传统CO2汽提法改良型CO2汽提法备注高压甲铵冷凝器换热面积大以100%计小125%按同样规模比较框架高度较高156、（约50米）可降低（约40米）按同样规模比较能耗水平较低较低两种方法能耗水平相当专利费用无需引进技术，无专利费用需引进专利技术及工艺包，有专利费用及工艺包费用及专利商来华所需费用约需200万美元设备国产化情况除高压喷射器外，可基本实现装置大国产化。高压喷射器，池式冷凝器为专利设备，需从国外引进； 装置投资比较较低以100%计较高160%-180%引进软件等及部分关键设备。（3）消耗定额比较上述各种方法消耗定额见下表：(以每吨尿素产品计)名称规格单位CO2汽提法氨汽提法全循环法液氨以100%NH3计t0.570.580.59CO2以100%CO2计t0.7750.7750.78蒸汽2.4MPaG157、1.2MpaGt0.96*0.751.41.7冷却水T=10m38585170电kWh120125150注*：蒸汽消耗未包括（扣除）输出的低压蒸汽。（4） 工艺技术选择上述三种方法技术均成熟可靠，公用工程消耗全循环法最高，技术较落后，且装置规模小，其它两种汽提法相差很小。从投资看，水溶液全循环法最低，传统CO2汽提法基本不需要引进国外设备，投资费用低于氨汽提法。就CO2汽提法而言，改良型CO2汽提法比传统CO2汽提法具有其优越性，但两种方法的消耗并无实质性的差异，对于国内建设中型CO2汽提法尿素装置而言，前者需付专利费用及工艺包设计费，池式冷凝器国内不能制造，需引进，而用后者在国内建设中型尿素158、装置则不需付专利费用及国外工艺包费用，也不需引进高压甲铵冷凝器，因此采用传统CO2汽提工艺的建设费用比前者低得多。至于操作方面，CO2汽提法与其它尿素生产工艺相比，具有工艺流程简短、容易操作的优点，其运转率在一般在90%以上，虽然改良CO2汽提法也具有良好的稳定性，结合国内实际情况没有必要为此再花费更多的投资费用，因此推荐采用传统型CO2汽提工艺，本项目的可研报告则选择传统型CO2汽提法作为尿素装置的工艺方案。（5）工艺流程叙述尿素装置生产工艺为应用传统型CO2汽提法。尿素生产装置由下列工序及辅助设施组成：l 氨的加压及CO2气压缩工序l 合成及汽提工序l 循环工序l 尿素溶液贮存及蒸发工序l159、 水解汽提工序参见工艺流程图。1)氨的加压及CO2气压缩工序来自界区的液氨，至高压氨泵（304-J/JA），液氨在此被加压至16.0Mpa(A)，经液氨过滤器（313-L/LA）后通过甲铵喷射器（301-L）至高压甲铵冷凝器（303-C）。液氨在喷射器中产生的抽力，将高压洗涤器（304-C）来的甲铵液带入高压冷凝器，高压冷凝器操作压力约为13.9MPa(A)。自界区来的CO2气通过CO2压缩机入口分离器（311-D）至CO2压缩机（302-J/JA）入口。经压缩机四段压缩至14.3MPa(A)进入脱氢反应器系统，该系统由高压CO2气换热器、加热器、脱氢反应器及冷却器组成，脱氢后的CO2气进入高160、压汽提塔（302-C）。CO2压缩机由同步电机驱动。2)合成及汽提工序在尿素合成塔（301-D）中，液氨和CO2气体生成尿素的反应在温度170-190C和压力13.5-14.5MPa下进行。出合成塔的尿素溶液进入汽提塔（302-C），汽提塔为降膜式热交换器，底部加入CO2气汽提，壳侧加入中压蒸汽供热，在此甲铵溶液中的大部分甲铵分解为NH3和CO2。出汽提塔顶部的气体进入高压甲铵冷凝器（303-C），该冷凝器型式为采用立式降膜式热交换器。出汽提塔的大部分气体与甲铵喷射器来的液氨-甲铵液混合物反应生成甲铵。出甲铵冷凝器气体和液体入合成塔底部。在合成塔中，甲铵转化成为尿素。合成塔中反应混合物通过降液161、管管线进入汽提塔，含NH3和CO2的惰性气则进入高压洗涤器（304-C）。在高压洗涤器（304-C）的下部， 大部分NH3和CO2冷凝，其冷凝所放热量由调温水移走。出高压洗涤器（304-C）下部的气体，在高压洗涤器（304-C）上部的填料床层与从循环工段来的甲铵液逆流接触，气体中的NH3和CO2被甲铵液吸收。出高压洗涤器的惰性气体仅含有少量的NH3和CO2，通过压力调节阀进入7巴吸收塔（309-D）。7巴吸收塔由两层填料床层组成，上部床层用冷却后的蒸汽冷凝液作吸收剂，下部床层用工艺冷凝液作吸收剂。出7巴吸收塔的惰性气体仅含有微量氨，通过压力调节阀排入大气。3） 循环工序此工序主要是从出汽提塔底162、部的尿素溶液中回收NH3和CO2。出汽提塔底部的尿素溶液通过液位调节阀减压后进入精馏塔（305-D）的填料床层上。尿素-甲铵溶液再从精馏塔的下部进入循环加热器（306-C），温度升至大约135C，大部分甲铵分解为NH3和CO2，分解所需热量由低压蒸汽提供。出循环加热器（306-C）的气液混合物在精馏塔（305-D）的下部分离，气体通过精馏塔的填料床层与上部来的冷尿素溶液接触，进行热量和质量交换。出精馏塔的气体进入低压甲铵冷凝器（307-C），气体在此几乎完全冷凝，冷凝热则由该系统的调温水移走。出低压甲铵冷凝器的气液混合物进入低压甲铵冷凝器液位槽（314-D）分离。出液位槽的气体入常压吸收塔（3163、06-D）吸收CO2和NH3，出液位槽的甲铵液经高压甲铵泵（307-J/JA）升压至14.5Mpa(A)入高压洗涤器（304-C）。出精馏塔底部的尿素溶液浓度约为68.3%，含有少量的NH3及CO2。尿素溶液通过液位调节阀入闪蒸槽（313-D）。闪蒸槽操作压力0.045MPa（A），由于压力降低，部分NH3，CO2及H2O从溶液中闪蒸出来，气体入一段蒸发冷凝器（312-C）。4） 尿素溶液贮存及蒸发系统出闪蒸槽的尿素溶液进入尿素溶液贮槽（301-F），再由尿素溶液泵送入一段蒸发器（309-C），一段蒸发器操作压力为0.03MPa(A)，操作温度130C，溶液在此被浓缩至96%。浓缩尿素溶液所需164、热量由加入壳侧的低压蒸汽提供。出一段蒸发器的气液混合物在上部的分离器（315-D）分离，溶液入二段蒸发器（310-C），气体至一段蒸发冷凝器（312-C）。从闪蒸槽及一段蒸发分离器来的气体在一段蒸发冷凝器中冷凝，冷凝液去氨水贮槽（302-F），未凝气经一段喷射器（302-L）入常压吸收塔（306-D）中进一步用7巴吸收塔来的稀氨水吸收。吸收液入氨水槽，气体至排气筒（314-L）放空。出一段蒸发分离器的尿液进入二段蒸发器（310-C），二段蒸发器操作压力为0.003MPa(A)，操作温度约140C，溶液在此被浓缩至99.7%。浓缩尿素溶液所需热量由加入壳侧的低压蒸汽提供。出二段蒸发器的气液混合物165、在上部的分离器（316-D）分离，溶液由熔融尿素泵（309-J/JA）送入造粒塔（305-L）造粒，气体经升压器送入二段蒸发冷凝器（313-C）冷凝，未冷凝的气体经喷射器（303-L）进入二段蒸发后冷器（314-C），冷凝液入氨水贮槽。出二段蒸发后冷器的未凝气通过二段蒸发第二喷射器（304-L）升压后送入常压吸收塔进一步回收氨。出造粒塔的尿素颗粒经皮带称称重后由输送机送去仓库包装。5）水解汽提氨水槽中的溶液含有NH3、CO2及尿素，溶液通过给料泵（P-231A/B）送出，其中一部分送至低压甲铵冷凝器（307-C）作吸收剂，其余经高效换热器（E-231A/B/C）预热后入水解汽提塔（D-231）166、顶部的进料塔盘。在高效换热器中，进口废液与塔底出口的热水进行热交换，温度从45加热到159，而塔底出口的热水从182降温到60，预热进料减小了水解汽提塔所需蒸汽量。中压饱和蒸汽、CO2和少量钝化空气进入水解汽提塔底部。CO2气体同蒸汽一样提高了汽提效率，同样提供了尿素水解和甲铵分解所需热量。水解汽提塔材质为316L不锈钢，该塔有专门设计的泡罩塔盘，实现水解和汽提所需的气液接触；塔底需输入少量空气作为钝化空气，防止腐蚀。溶液从上至下流经各塔盘时，水解汽提塔同时水解尿素和解吸化合物。特别是尿素被水解成甲铵，水解反应发生在液相中，甲铵首先溶解在水溶液中。用中压蒸汽作为动力将甲铵分解为氨和二氧化碳。这167、样，化合物在泡罩塔盘上与下部上升的CO2、蒸汽和气氨直接接触从液相汽提出来进入气相。出塔顶气相中含有氨和CO2，并被水蒸汽饱和。然后进入塔顶冷凝器（E-232），在塔顶冷凝器中将塔顶气冷凝到约82成为液态甲铵液更为方便。回收的甲铵液中的水含量通过返回一小股回流物料到塔顶，被控制在32%（Wt%）。气态冷凝热和生成甲铵放出的化学热进入闭合回路塔顶冷凝器用调温水换热，调温水入口温度保持在60以防止甲铵溶液结晶。调温水于71离开塔顶冷凝器，然后经调温水循环泵（P-233A/B）送经调温水冷却器（E-233），被32冷却水冷却到60再循环使用。塔顶冷凝器（E-232）通过液位控制进行操作，它将回收的甲168、铵溶液经回流泵（P-232A/B）送出，一部分回流到水解塔顶部作为回流液，其余则送至低压甲铵冷凝器（307-C）。出塔顶冷凝器的气体至常压吸收塔（306-D）进一步回收氨。出塔底部的液体含有微量的NH3及尿素。通过高效换热器冷却至约60C后送至化水站处理后作为锅炉给水。装置设有废水槽（351-F），用于收集系统中不能直接返回氨水槽（302-F）的甲铵液等，如冲洗管道、设备的水，进入废水槽后，再经废水槽泵（351-J/JA）返回氨水槽（302-F）。（6）消耗定额（以一吨产品尿素计，期待值）序号项目规格单位数量1液氨100%NH3计吨0.5702CO2100%CO2计吨0.7753蒸汽2.4MP169、a（G）1.3MPa（G） 吨吨 1.010.264输出低压蒸汽0.35MPa（G）吨0.275冷却水米3896回收冷凝液*吨1.337电千瓦时125*包括蒸汽冷凝液和工艺冷凝液。（7） 尿素装置主要设备概述1） 主要设备选型A尿素合成塔尿素合成塔是一个圆筒形，内设塔板的立式容器。尿素合成塔操作压力约14.3Mpa（A），操作温度183。内径1800mm，高度（切线至切线）27500mm，有效容积约70m3，内设多孔塔板。从高压甲铵冷凝器来的甲铵液及气体从合成塔底部进入，物料从底部呈柱塞流向顶部流动。在流动过程中，液相中的甲铵大部分转化成尿素，气体逐渐冷凝，冷凝热供给溶液温度升高及甲铵转化成尿170、素所需的热量。溶液从顶部经溢流管流入汽提塔，气体从顶部流入高压洗涤器。尿素合成塔壳体材料为碳钢，内衬材料为尿素级316L，内件为00Cr25Ni22Mo2。B汽提塔汽提塔是一个高压降膜式换热器设备。从尿素合成塔来的尿素甲铵液流入汽提塔上部，经位于降膜式换热管上端的液体分布器后成膜状均匀地分布于换热管内壁。从CO2压缩机来的CO2气入汽提塔下管箱，溶液从降膜管内壁自上往下流动过程中，溶液与管内上升的CO2气逆流接触，溶液中的甲铵分解成NH3和CO2并被汽提出来，甲铵分解所需热量由加入壳侧的蒸汽提供。出汽提塔底部的尿素溶液经液位调节阀入精馏塔。出汽提塔顶部的气体入高压甲铵冷凝器。汽提塔管程操作压力171、14.3MPaA，操作温度173（底部）。汽提塔外壳材料为碳钢，管箱内衬25-22-2。换热管材料为25/22/2，规格313，有效长度6m，换热管数量982根。C高压甲铵冷凝器高压甲铵冷凝器为立式降膜式甲铵冷凝器，直径约1300，换热管规格252.5，传热面积约840m2，换热管材料为25-22-2。从汽提塔来的气体入管侧，高压洗涤器来的甲铵液通过高压甲铵喷射器（以高压氨泵来的原料氨作动力）也进入管侧。大部分汽提塔来的气体在甲铵冷凝器中冷凝。冷凝热被壳程的锅炉水吸收，用于副产低压蒸汽。壳程操作温度147。出高压甲铵冷凝器的甲铵液及未冷凝的气体入尿素合成塔。DCO2压缩机CO2压缩机为四段往复172、式压缩机，采用同步电机驱动。合成氨装置来的CO2压力0.14MPa（A），温度40，CO2纯度最低98.5%。排出压力16.0MPa（A），温度110120。压缩机为两开一备。压缩机流量约21506kg/h，单台流量约10753kg/h。E高压氨泵选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量27m3/h，最大流量30 m3/h。吸入压力1.85MPa（A），排出压力20MPaA（最大）。采用变频调速。F高压甲铵泵选用柱塞式泵，二台（一开一备）。正常流量12m3/h，最大流量16 m3/h。吸入压力0.3MPa（A），排出压力16MPaA（最大），采用变频调速。（8） 尿素装置超限设备表序号设备名称173、规格(mm)直径x长度超限内容解决办法估重（T）302-C高压汽提塔1500x8500重量超限考虑运输方式45303-C高压甲铵冷凝器1300x15500重量超限考虑运输方式46301-D尿素合成塔1800x27500长度超限重量超限考虑运输方式110D-231水解汽提塔1600x32823长度超限考虑运输方式，分段运输现场组焊28（9） 尿素装置主要设备表位号 名称数量主要材料备注换热器类：301-C 脱氢反应器后CO2冷却器 1CS+SS302-C高压汽提塔 125/22/2+SS+CS303-C高压甲铵冷凝器 125/22/2+SS+CS304-C高压洗涤器125/22/2+SS+SS3174、06-C循环加热器1SS+CS307-C低压甲铵冷凝器1SS+CSE-231高效换热器 3SS利旧309-C一段蒸发器1SS+CS310-C二段蒸发器1SS+CS312-C一段蒸发器冷凝器1SS+CS313-C二段蒸发器冷凝器1SS+CS314-C二段蒸发器后冷凝器1SS+CSE-232塔顶冷凝器1SS利旧E-233调温水冷却器1CS利旧318-C闪蒸蒸汽冷凝器1CS319-C高压洗涤器调温水冷却器1CS320-C低压甲铵冷凝器调温水冷却器1SS+CS323-C7巴吸收塔塔底冷却器1SS+CS324-C7巴吸收塔给料冷却器1SS+CS326-C蒸汽冷凝液冷却器1CS327-C高压CO2换热器1175、CS328-C高压CO2加热器1CS329-C常压吸收塔循环冷却器1SS+CS位号 名称数量主要材料备注反应器类:301-D尿素合成塔1316L(尿素级)+CS302-DA/DB脱氢反应器1+1CS位号 名称数量主要材料备注塔、容器类:305-D精馏塔1SS利旧306-D常压吸收塔1SSD-231水解汽提塔1SS利旧309-D7巴吸收塔1SS311-DCO2压缩吸入口分离器CS312-D低压蒸汽汽包1CS313-D闪蒸槽1SS利旧314-D低压甲铵冷凝器液位槽1SS315-D一段蒸发分离器1SS316-D二段蒸发分离器1SS利旧319-D高压蒸汽饱和器1CS320-D中压蒸汽饱和器1CS位号 176、名称数量主要材料备注贮槽类：301-F尿素溶液储槽1SS302-F氨水槽1SS302-F-ST氨水槽密封槽1SS303-F蒸汽冷凝液槽1CS304-F膨胀槽1CS351-F废水槽1SS352-F废油澄清槽1CS位号 名称数量主要材料备注机泵类：302-JA/JB/JC/JDCO2压缩机（全套）含段间分离器及冷却器3+1SS+CS利旧304-J/JA高压氨泵2+1SS利旧P-232A/B回流泵1+1SS利旧307-J/JA高压甲铵泵2+1SS利旧308-J/JA尿素溶液泵1+1SS309-J/JA熔融尿素泵1+1SS310-J/JA常压吸收塔循环泵1+1SS311-J/JA7巴吸收塔给料泵1+1177、SSP-231A/B给料泵1+1SS利旧P-233A/B调温水循环泵1+1CS利旧315-J/JA低压甲铵冷凝器调温水泵1+1CS316-J/JA高压洗涤器调温水泵1+1CS317-J/JA蒸汽冷凝液泵1+1CS320-J高压冲洗水泵1CS322-J/JA工艺冷凝液泵1+1SS351-J废水槽泵1SS位号 名称数量主要材料备注特殊设备类：301-L高压喷射器1SS302-L一段蒸发喷射器1SS303-L二段蒸发第一喷射器1SS304-L二段蒸发第二喷射器1SS305-L造粒塔1钢筋混凝土306-L造粒塔造粒器1CS+SS含2个喷头307-L升压器1SS313-L/LA液氨过滤器1+1CS314178、-L工艺排气筒1SS315-L刮料机1316-L输送机1CS+皮带317-L皮带秤1318-L压缩厂房吊车1321-L造粒塔电梯1351-LCO2压缩机排气消音器1SS352-L22巴蒸汽消音器1CS353-L4巴蒸汽消音器1CS4.3 全厂自控方案4.3.1 自动化水平本项目根据装置的规模、生产特点、生产控制要求、投资情况及业主的要求，本着技术先进、经济合理、安全可靠的原则确定各装置的自动化水平。本项目包括新建装置和搬迁装置两部分，其中搬迁部分为的XX绵阳一、二分厂共计330吨/日合成氨，650吨/日尿素装置，均为2001年建成投产，由于建成时间短，仪表及控制系统使用状况良好，基本可以搬迁后179、重新安装使用。具体使用及更新如下：（1） 主要仪表除热电阻及热电偶外均直接搬迁到新厂房利用。（2） 安装材料方面，主桥架可拆迁到新厂房使用，支桥架、仪表电缆及安装材料重新采购。（3） DCS系统：原合成氨两套DCS系统各有3个操作站（1主2从）及3个机柜，搬迁后合并布置到一个控制室，但应设独立的机柜间。两套系统依然保持独立，分别控制相关装置。但原系统CPU负荷率过大，不能满足生产稳定安全需求，应对系统硬件进行升级。原有尿素装置的DCS搬迁后进新的尿素主控室，增加相关测点（原系统备用测点足够）。（4） 原两套装置的可燃/有毒气体检测盘，由于测点较少，原布置不美观，建议现场信号点以4-20mA信号180、送至DCS控制系统统一检测。（5） 对于原厂的往复式压缩机，其控制系统采用常规数显仪表，技术已经落后，生产监测麻烦，建议改为国产小型仪表控制系统，现场仪表与此控制系统以硬接线方式联系，重要信号以总线方式送到主控室DCS进行监测。（6） 由于XX绵阳一、二分厂己建立上位控制系统，各地装置间以网线进行通讯。此次改造仍然利用其系统，保留一、二分厂原有的两台网关机和一台服务器，搬迁后的系统需增加一台网关机，建立起新项目各装置间的通讯和数据传递。对于新建的700吨/日合成氨，1200吨/日尿素装置，应参照国内新建同等规模装置的控制水平，具体如下： 合成氨及尿素装置共设一个主控室，配置相应DCS系统和一套181、ESD（紧急停车）系统。合成氨及尿素装置的操作站应隔离设置，机柜共用一个机柜间。装置工艺参数的检测显示、自动控制，以及工艺生产的正常开、停车均由DCS系统完成。ESD系统执行生产事故的紧急停车，保证生产设备和人身安全。ESD系统必须经过TUV的认证。其设计应遵循“故障安全”原则和“独立设置”原则，联锁系统的检测元件与工艺参数监控系统的检测元件各自单独设置。关键性的联锁点采用三选二的逻辑表决方式。DCS系统与ESD系统间采用冗余通讯线进行信号的通讯传输。压缩机组随机配置完整的自动控制装置（由专用控制计算机构成），该控制装置执行压缩机正常运转控制、机组故障诊断、安全联锁停车功能。机组控制装置与DC182、S、ESD系统一起布置在主控制室，压缩机的正常开、停车在机组旁的就地仪表盘上进行。机组控制装置将压缩机运行的主要参数送至DCS及ESD系统显示，同时ESD系统可以对压缩机实行紧急停车的操作。脱盐水系统可考虑设独立DCS控制室，作为公用工程独立的DCS控制系统。循环水、污水处理等相关装置控制点进其控制室。 空分装置单独一个控制室，其控制系统及仪表（包括安装材料、电缆等）随空分装置成套提供。消防水池、消防水泵组的控制系统PLC（或消防控制柜）及仪表（包括安装材料、电缆等）随消防水泵组成套提供。全厂设置部分可燃/有毒气检测点，其信号送至主控室的可燃/有毒气体检测盘，对全厂的可燃/有毒气体进行适时检测183、跟踪及报警。为实现全厂管理控制一体化，DCS，ESD系统应留有与工厂管理系统进行通讯的端口。工厂管理系统的设置取决于业主的要求。装置除就地安装的温度计、压力表等以外，其它就地安装的仪表均为电动仪表，控制阀为气动型。仪表选型以国产化仪表为主，其关键仪表，如DCS、ESD、PLC、自动分析器、特殊的控制阀等将采用国外生产的产品。4.3.2 DCS、ESD的配置与主要仪表选型（1）DCS系统配置 DCS系统执行工艺参数的显示、工艺过程的控制与操作、工艺参数的实时打印、工艺数据的存贮、信号报警、联锁状态显示、动态工艺流程画面显示等功能。 DCS系统主要配置如下：l 5个操作站（包括一个工程师站），配184、置5台彩色LCD显示器和键盘l 2台打印机（实时打印、报警打印、报表打印）l 1台彩色拷贝机l 1套大容量存贮单元 双重化的通讯系统l 带部分冗余配置的控制单元l 带部分冗余配置的I/O单元l 带有可与其他控制系统联络的通讯接口（压缩机、空分装置的控制系统）（2） ESD系统配置 ESD系统执行全装置的自动联锁功能，实现生产故障情况下的局部安全停车和全装置的安全停车。该系统可接受DCS系统发出的联锁信号，并将联锁动作状态信号送至DCS显示。 ESD系统主要配置如下：l 双重化CPU的控制单元l 冗余配置的I/O单元l 带LCD显示器的组态站l 1台打印机（联锁动作打印）l 双重化的通讯系统l 185、与DCS联络的通讯接口（3） 主要现场仪表选型l 流量、压力、压差、液位等变送器选用电动智能型的。l 大口径、大压差、高温等场合的特殊控制阀采用国外名牌产品。l 进入装置的原料天然气流量测量，配置压力、温度补偿单元。l 送尿素装置的液氨计量，采用质量流量计。l 自动分析器采用高质量的国外名牌产品。l 压缩机配套仪表采用技术先进、质量可靠的产品。4.3.3 仪表供电和供气（1） 仪表供电仪表电源（包括DCS，ESD）一般由不间断电源装置（UPS）提供，UPS输出的交流电源规格为：电压： 220V5%频率：50V0.5 Hz波形失真率: 5%UPS的后备供电时间为30分钟,切换时间5ms.现场仪表186、的供电(24VDC)一般由DCS/ESD系统提供。装置总耗电量约100KVA。（2） 仪表供气仪表气源主要用于电/气阀门定位器及就地气动仪表。仪表气源质量应达到以下要求：露点(操作压力下) 比当地环境最低温度低10含尘微粒 3m含油量 8ppm含尘量 0.92主变压器选择2 台 63000 kVA根据以上计算，主变压器选择2台SFZ9-63000/110型三绕组有载调压变压器，63000kVA、110/35/10.5kV。7.3.3全厂供电系统设计方案和原则本项目中设置一座110kV总变电站，新建部分和搬迁部分的电源均来自该总变电所，110kV总变电站设置两回110kV进线，110kV电源进线187、来自绵阳丰谷变电站；110kV配电装置采用户内型SF6气体绝缘金属封闭开关设备（GIS）；考虑到老厂为整体搬迁，其变电站进线电压等级为35kV，故两台63000kVA的主变压器采用三绕组有载调压变压器，电压等级为110/35/10.5kV。110kV配电装置一次线采用单母线分段接线，两台63000kVA的主变压器分别接于不同母线段上，正常时分段运行，事故状态时，单台主变压器可承受本次项目中的全部负荷中的一级和二级负荷。本次项目中的新建部分，110kV总变配电所内设置一套微机综合保护监控系统，110kV及10kV配电设备的保护及状态信号均进入微机综合保护监控系统，微机综合保护监控系统的主机等后台188、设备安装在电气控制室内。10kV系统为单母线分段运行，两回10kV电源分别由两台63000kVA的主变压器供给，装置在正常情况下由双电源同时供电，当某一电源回路发生故障时，依据国家标准GB50052-95关于“负荷分级及供电要求”的规定，另一电源回路的电源进线及变压器容量均能承受装置100%的一级和二级用电负荷。两电源不考虑并联使用。本次项目的搬迁部分为整体搬迁，原来老厂电源进线电压等级为35kV，其电源由两台63000kVA的主变压器供给装置在正常情况下由双电源同时供电，当某一电源回路发生故障时，依据国家标准GB50052-95关于“负荷分级及供电要求”的规定，另一电源回路的电源进线及变压器189、容量均能承受装置100%的一级和二级用电负荷。在本次项目的新建部分中，在合成氨、尿素区域设置一座变电所，内设变压器室和低压配电室，设置2台S9-M-2000/10型变压器，低压配电系统采用单母线分段运行，正常时由两台变压器分别供电，当某一电源回路发生故障时，依据国家标准GB50052-95关于“负荷分级及供电要求”的规定，另一电源回路的电源进线及变压器容量均能承受装置100%的一级和二级用电负荷。因与供电系统有联系的电源不能作为事故电源，故在合成氨装置变电所旁设置一事故柴油发电机房，内设事故柴油发电机，作为项目新建部分的事故电源。在循环水装置区设置一座变电所，内设变压器室和低压配电室，设置2台190、S9-M-800/10型变压器，低压配电系统采用单母线分段运行，正常时由两台变压器分别供电，当某一电源回路发生故障时，依据国家标准GB50052-95关于“负荷分级及供电要求”的规定，另一电源回路的电源进线及变压器容量均能承受装置100%的一级和二级用电负荷。在厂前区设置一座变电所，内设变压器室和低压配电室，设置2台S9-M-630/10型变压器，低压配电系统采用单母线分段运行，正常时由两台变压器分别供电，当某一电源回路发生故障时，依据国家标准GB50052-95关于“负荷分级及供电要求”的规定，另一电源回路的电源进线及变压器容量均能承受装置100%的一级和二级用电负荷。本工程用电负荷电气主接191、线参见“全厂高压系统图”。 7.3.4电气设备选型（1）本工程电气设备选型原则：安全可靠、技术性能先进和节能。爆炸危险区域电气设备的选择应满足满足防爆电气设备的级别和组别，不应低于该爆炸性气体环境内爆炸性气体混合物的级别和组别的要求。爆炸危险区域内的电缆全部选用阻燃电缆。腐蚀环境选用防腐电气设备。7.3.5照明 各装置装设相应的照明配电箱，供照明和插座电源。工作照明灯具按环境特征、工艺生产要求及安全要求选择和布置。装置中重要的岗位或消防通道、紧急出口装设应急照明。7.3.6配电线路动力及控制电缆敷设一般采用电缆桥架，局部穿管埋地。在爆炸危险区域内的电缆不允许有中间接头。敷设电气线路的沟道，电缆192、或钢管所穿过的不同区域之间墙或楼板处的孔洞，应采用非燃烧性材料严密堵塞。7.3.7防雷接地 本装置根据具体情况设置电气系统工作接地、电气设备保护接地、设备管道静电接地、防雷及保护接地，全厂各接地连接在一起，接地电阻不大于1欧姆。7.3.8主要电气设备材料表序号电气设备名称电气设备型号数量单位备注1主变压器SFSZ9-63000/1102台2装置变压器S9-M-2000/102台S9-M-800/102台S9-M-630/102台3110kV配电装置ZF5-110/12501套 410KV开关柜 KYN-2851台5变电所微机综合保护监控系统1套6干式变压器SC4-80/102台7智能型直流电源193、装置100Ah1套8UPS不间断电源装置30kVA 30min1套9事故柴油发电机315kW1套10固定分隔式低压开关柜60套电气主要设备表见后。7.4供热供热负荷根据化工装置用汽压力等级和用汽量，全厂蒸汽负荷见下表：全厂蒸汽负荷表序号用 途饱和蒸汽Mpa(G)用汽量 (Kg/h)备注正常间断1合成氨装置2.5025000开车用1# 165MTPD合成氨装置2.5-8707拆迁装置2# 165MTPD合成氨装置2.5-8707拆迁装置700MTPD合成氨装置2.5-63585新建装置2尿素装置650吨/日尿素装置2.528500拆迁装置650吨/日尿素装置1.37000拆迁装置1200吨/日尿194、素装置2.552500拆迁装置3除氧器0.450004管网损失500合计700030500备注：“-”表示装置输出蒸汽。燃料条件天然气条件如下（综合）：甲烷93.86%乙烷4.05%丙烷0.68%氮气0.74%其他0.67%低位发热量：8560Kcal/Nm3锅炉房能力确定锅炉能力主要是根据工艺装置的用汽压力等级和用汽量来确定。经上述全厂蒸汽负荷表分析，合成氨装置仅开车阶段用2.5MPa.G蒸汽，锅炉需提供2.5MPa.G蒸汽给合成氨装置开车阶段使用。 正常情况下合成氨装置内的废锅产汽供合成氨装置内部用汽，同时还有2.5MPa.G、81t/h蒸汽富裕外供，提供给尿素装置，但尿素装置常需提供7t195、/h的1.3MPa,G蒸汽量（详见蒸汽平衡图及合成氨装置的蒸汽平衡图），因此，本锅炉房既是开工供汽锅炉房又是连续供汽锅炉房。根据化工工艺的用汽负荷及等级，开工用蒸汽为2.5MPa.G的饱和蒸汽，其最大量为25t/h。考虑锅炉给水的除氧用汽，配置25t/h的锅炉是不能满足工艺装置的开车用蒸汽量。为节约投资，利用原厂可拆迁的一台天然气锅炉（原厂两台即6t/h及16t/h的1.6MPa锅炉）作为除氧器用汽，同时作为650吨/日尿素装置及二期项目的蒸汽来源。因此锅炉房设备能力拟定为：一台新建25t/h、2.5MPa及一台拆迁16t/h、1.6MPa锅炉。蒸汽系统简述全厂蒸汽系统，根据工艺需求，全厂包括196、装置内。及0.4MPa.G管网为合成氨装置内管网，其中开工蒸汽2.5MPa.G等级在开车阶段进入合成氨装置内管网作为开工锅炉除氧用汽、650吨/日尿素装置部分用汽和二期项目的蒸汽用户管网，同时，尿素装置用蒸汽由2.5MPa.G管网提供。根据装置的蒸汽负荷表，蒸汽是直接参与工艺过程的，但蒸汽冷凝液可能会污染，其蒸汽冷凝液（或称工艺冷凝液）回收需进入脱盐水装置处理，再送入合成氨装置的废热锅炉使用。锅炉房布置简述拆迁锅炉为正压通风、室内布置的天然气锅炉，拆迁布置采用简易独立布置方式。新建锅炉拟采用平衡通风（也可采用正压通风方式）、室外布置的天然气锅炉，以节约投资。两台锅炉共用一个控制室和一个除氧器，197、除氧器布置在控制室顶部，采用钢支架支撑。详见初步的设备平面布置图。锅炉房工艺流程简述(1)锅炉燃烧系统天然气与风道来的空气混合经燃烧器着火后，在炉膛内燃烧，经水冷壁吸热后，烟气通过后部侧烟道进入转向室，再从左侧向右侧横向冲刷过热器蛇形管，接着烟气以S形在烟道内横向冲刷对流管束，再由本体前部流出经烟道进入省煤器，最后由引风机引入烟囱排向大气。冷空气由鼓风机送入风道进入燃烧器。(2)锅炉汽水系统1). 上水及蒸汽：由除氧器除氧的给水经锅炉给水泵，首先进入面式减温器，再流入混合器与另一部分给水汇合后进入省煤器加热后进入上锅筒，再经受热较弱的管子流入下锅筒，经过受热面加热后，形成汽水混合物回到上锅筒，198、通过汽水分离，经主汽管引入低温过热器进口集箱，通过低温过热器蛇形管加热后经减温器减温进入过渡集箱，通过高温过热器加热后进入出口集箱，由主汽阀引出送入蒸汽管网。2). 排污：设有定期排污膨胀器及连续排污膨胀器。3). 加药：设有组合式磷酸盐加药装置。(3)锅炉除氧给水系统除氧给水系统设有1台除氧器。补充脱盐水为一级脱盐水，来自脱盐水站。除氧用蒸汽来自拆迁锅炉的蒸汽母管降压提供。(4)锅炉冷却水系统采用装置循环水冷却，以满足锅炉给水泵、引风机、汽水取样冷却器及排污冷却水的冷却要求。原料及水电消耗天然气 2760 Nm3/h电 400kW一级脱盐水（锅炉用）39t/h（其中26.3t/h为开车阶段用199、水）工业水 10m3/h磷酸三钠（Na3PO4.12H2O） 730kg/a（估计）三废排放量烟气排放量 40000 Nm3/h（按30t/h锅炉能力计）废水排放量 少量，无污染锅炉房生产定员生产定员（5班3运转）：5X3=15（人）每班：班长 1人 司炉 1人 司泵 1人 法规或标准劳人锅(1996)276号 蒸汽锅炉安全技术监察规程GB50041-92 锅炉房设计规范GB13271-2001 锅炉大气污染物排放标准DL/T5054-1996 火力发电厂汽水管道设计技术规定GB50316-2000 工业金属管道设计规范DL/T5047-95 电力建设施工及验收技术规范（锅炉机组篇）GB502200、35-97 工业金属管道工程施工及验收规范附件锅炉房热工专业设备表锅炉房平面建议布置图全厂蒸汽平衡图7.5粉体工程设施研究范围尿素贮运包装系统。设计原则l 尿素造粒后需要加流化床冷却和振动筛筛分。l 不设尿素散存库。l 包装机采用进口全自动包装机。l 采用人工码垛。l 袋存库面积根据总图位置确定。设两个袋存库，一个用于贮存，一个用于当天产品直接装车。l 新上装置和搬迁装置的包装设在同一个包装厂房。l 输送设备的类型选择根据布置需要确定。l 搬迁装置的输送，包装等设备均不考虑再用。工艺流程说明l 由造粒塔底部送出的颗粒尿素，经带式输送机输送和转运、斗式提升机提升，和破碎机打散大块料后进入流化床进201、行冷却和初步风选，然后通过振动筛进行筛分，合格产品由斗式提升机提升，经带式输送机送到包装料仓；由流化床排气带出的细粉经旋风分离器和袋式除尘器收集后与振动筛筛出的细粉一起人工就地包装。l 包装料仓内的尿素由全自动包装机进行包装、人工进行送到仓库堆存或直接装车。l 新建尿素装置和搬迁尿素装置的尿素贮运包装系统工艺流程相同。系统能力的确定l 新建尿素装置输送、包装能力： 正常： 50 吨/小时 设计能力： 60 吨/小时l 搬迁尿素装置输送、包装能力： 正常： 27.1 吨/小时 设计能力： 32.5 吨/小时l 新建尿素装置袋存库贮存量： 袋存库堆存量： 10000吨， 袋存库占地面积：150 x202、 60 (=9000) m2l 搬迁尿素装置袋存库贮存量： 袋存库堆存量： 15000吨， 袋存库占地面积：150 x 90 (=13500) m2设备一览表序号名 称规 格数量材料备注新建尿素装置尿素贮运包装系统1.1#尿素带式输送机B=500mm,Q=60t/h, L=15m, N=4 kW1组合件2.1#斗式提升机B=630mm,Q=60t/h, H=10m, N=15 kW2CS+SS3.2#尿素带式输送机B=500mm,Q=60t/h, L=10m, N=3 kW1组合件4.电磁除铁器B=500mm,N=1.5 kW1组合件5.破碎机Q=60t/h, N=5.5 kW1组合件6.流化203、床Q=60t/h, N=250 kW1CS+SS7.振动筛Q=60t/h, N=2x2.2kW1SS8.2#斗式提升机B=630mm,Q=60t/h, H=25m, N=45 kW2CS+SS9.3#尿素带式输送机B=500mm,Q=60t/h, L=12m, N=3 kW1组合件10.电动换向阀500x500mm,N=0.75 kW1组合件11.包装料仓V=50m32SS12.全自动包装机Q=1800bag/h,40kg/bag，N=30 kW2组合件进口13.手推车Q=200 kg,3组合件14.包装除尘系统N=30 kW1组合件15.1#除尘系统N=22 kW1组合件16.2#除尘系统N204、=30 kW1组合件搬迁尿素装置尿素贮运包装系统1.1#尿素带式输送机B=500mm,Q=32.5t/h, L=15m, N=4 kW1组合件2.1#斗式提升机B=500mm,Q=32.5t/h, H=10m, N=11 kW2CS+SS3.2#尿素带式输送机B=500mm,Q=32.5t/h, L=10m, N=3 kW1组合件4.电磁除铁器B=500mm,N=1.5 kW1组合件5.破碎机Q=32.5t/h, N=5.5 kW1组合件6.流化床Q=32.5t/h, N=150 kW1CS+SS7.振动筛Q=60t/h, N=2x2.2kW1SS8.2#斗式提升机B=500mm,Q=32.5205、t/h, H=25m, N=30 kW2CS+SS9.3#尿素带式输送机B=500mm,Q=32.5t/h, L=12m, N=3 kW1组合件10.电动换向阀500x500mm,N=0.75 kW1组合件11.包装料仓V=50m32SS12.全自动包装机Q=1800bag/h,40kg/bag，N=30 kW1组合件进口13.手推车Q=200 kg,3组合件14.包装除尘系统N=30 kW1组合件15.1#除尘系统N=22 kW1组合件16.1#除尘系统N=30 kW1组合件占地、建筑面积建、构筑物面积和占地面积表（）序号代号名称建筑面积占地面积备注1.栈桥60x2.62.转运站2-6x63206、.包装厂房2-30x164层4.袋存库60x150+90x150公用工程消耗量(1) 动力消耗：序号名 称规 格消 耗 指 标备注单位消耗量1电380/220V 50HzkW6502仪表空气0.50.6MPaGNm3/h350(2) 辅助材料消耗：名 称规 格消 耗 量备 注个/吨万个/年PP编织袋，PE内衬袋或涂膜编织袋860x500x20025165尿素包装袋：每袋40Kgi. 装置定员：1. 工作制度： 尿素输送和包装年操作8000小时，每日24小时，三班制，每班8小时。2. 定员：序号岗位名称每班定员管理人员操作班次合计备注生产辅助尿素贮运包装系统2139包装线2139合 计18 注：207、辅助人员,不包括在定员内。ii. 主要标准及规范：序 号标 准 号标 准 名 称备 注2GB856988固体化学肥料包装3HG2051892化工机械化运输设计原则规定4HG2053293化工粉体工程设计安全卫生原则5HG2053393化工机械化运输设计常用名词术语统一规定6HG2053593化工固体物料装卸系统设计规定7HG/T2056894化工固体物料堆场及仓库设计规定8HG/T206621999化工粉体物料机械输送技术规定9HG/T206631999化工粉体产品计量、包装及码垛系统设计规定10HG2153892化工机械化运输工艺设计流程图例7.6 氮气、空气供应本空压制氮站的设置是为搬迁和208、新建的合成氨、尿素装置等提供氮气和各类空气。7.6.1设计依据（1）氮气用量和要求1）合成氨装置：流量和压力：120Nm3/h（正常最大），压力0.50.7MPa（G） 500Nm3/h（开车），压力0.50.7MPa（G） 250Nm3/h（开车，与500Nm3/h不同时用），1.45MPa（G）纯度：99.9%（vol）2）尿素装置：流量：450Nm3/h（间断最大），压力：压力0.50.7MPa（G）纯度：99.9%（vol）（2）空气用量和要求1）仪表空气：流量：2000Nm3/h压力：压力0.50.7MPa（G）露点：-40油8PPM尘1m2）工厂空气（包括尿素钝化空气）：流量：18209、05Nm3/h（连续），450Nm3/h（间断最大）压力：压力0.50.7MPa（G）7.6.2工艺技术方案选择由于本项目各用气装置仅有氮气的需求，且纯度要求不高，间断使用量较大，因此，氮气的制取采用变压吸附法制氮，该制氮装置可随时方便地启动和调节产气量，短时即可制取合格的氮气。因进制氮吸附塔的空气露点要求不高，因此，制氮装置自带冷干机进行空气的干燥，避免另配耗费再生气量的吸附式干燥器而增加空压机的负荷。根据用户氮气的使用状况，设置250Nm3/h的制氮装置两套， 1.6MPaG的氮气增压机一台，可满足平时和开车时的用氮需要。同时利用增压机设置1.6MPaG氮气贮罐一台，短期间断调峰用氮可用贮210、存气减压提供。空气系统空压机能力按制氮和空气系统原料空压机能力按各系统正常供气需要设置，并设置一台同能力备用机，兼作制氮和工厂空气间断供气用，机型的选择为螺杆式空压机组。仪表空气的干燥采用吸附式空气干燥器，由于空气后处理量相对较大，因此，为了减少干燥器的再生气量，减小空压机负荷，采用微热再生吸附式干燥器。根据厂商资料，该型式的干燥器较无热再生式可减少约50%的再生气耗量，比较适合运用于大中型的空气处理系统中。仪表气紧急事故用气的提供，设置空气增压机和空气贮罐，贮存的空气满足最低用气压力可提供约20分钟的用量。 本站压缩空气运行设计能力约5435Nm3/h， 主要设备选型排气量为40m3/min211、（吸入状态），排气压力为0.85MPaG的螺杆式空压机组四台，三开一备；制氮能力为250Nm3/h的变压吸附制氮装置两套（包括冷干机、缓冲罐等），产品氮气纯度为99.9%（vol），压力为0.7MPa G；排气量为250Nm3/h，吸/排气压力为0.7/1.6MPaG的氮气、空气增压机各一台； 处理气量为50m3/min的吸附式微热再生干燥器（包括各级过滤器）两台，干燥后空气压力露点-40，一开一备；1.6MPa G，100m3氮气、仪表空气贮罐各一台；0.85 MPa G，20m3缓冲罐一台。7.6.4占地占地30mx24m，其中建筑面积540m2。7.6.5水、电消耗量循环水 100m3/212、h电 1090KW （安装功率） 7.6.6 定员操作工10人，五班三运转，每班二人。或由全厂统一考虑设置。7.7维修及全厂性仓库维修装置(1）设计依据及主要任务1）设计只考虑小修、日常维修以及紧急事故抢修。2）承担范围包括: 所有工艺装置及辅助设施等在内的设备、管道的小修及日常维护检查工作;紧急事故的抢修排除、旧件修复;进行技术安全措施与技术改造项目的部分制作;施工安装工作。3）参与大、中修及备品备件的供应衔接。(2）机修厂房建筑面积及组成设计包括主厂房和辅助间组成主厂房 1596=1440 平方米（配起重机）辅助间 8.696=825.6 平方米（两层）(3）维修能力设置规模按小修、维修及213、抢修考虑。充分考虑工程所在地区现有机械制造力量，及社会化协作。对工厂的所有设备、管道、仪电设施等，负责日常巡视保养、维护、小修任务。 (4）组成 维修站由机械维修工班、生产技术办公室、备品、工具间等组成。机械维修工班下设：机加工组、管工钳工组、铆焊及起重组等组成。(5）协作关系1)生产车间的工艺操作人员也兼顾对设备的日常巡回保养等工作。贯彻减少定员，一专多能。参加并负责衔接大、中修理及备件计划等。2) 工厂的大、中修理，技术改造及备品备件的供应等，均由工厂统一外协解决。(6）主要设备选型全部采用老厂搬迁设备。(7）工作制度及定员1)贯彻精简定员、一专多能的原则。生产工人： 18 人技术管理人员214、： 2 人合计： 20 人2)班制： 一班制根据生产工作需要，必要时调配班次，人员。 (8）生产安全1)应严格执行安全生产的有关规定。2)加强工作人员的安全教育及考核。3)建立并不断完善各岗位、工种的操作安全规程；配置所需的防护设施与检测仪器、仪表等。4)凡是易燃、易爆、有毒和腐蚀危险性的工作，为了确保生产安全，必须向有关部门提出申请报告，获得批准、监督，才准许实施。全厂性仓库(1) 设计依据及主要任务设计考虑储放：备品备件、金属材料、仪表设备器材和电气设备器材。(2) 设计原则1)依据物资供应渠道，为提高资金周转，加强科学管理，正确规定储存周期。2)储存方式根据物资的不同特性，分别堆放在地面215、上或货架上。凡是不能露天堆放的物资必须进库存储。(3) 仓库储存物品、公用材料分类及数量估算序号仓库名称堆放物品分类内容堆放方式面 积(平方米)备 注1金属材料库各种管道、管件各种阀门、零部件绝热薄金属板材管架材料标准件、通用件各种金属制品各种焊接材料、擦料标准金属材料型钢、钢板、轴承和轴类及轻工五金杂品桶或袋用托盘码放堆码在地上或货架上90x21=1890设有电瓶叉车2备品备件库国外备件国内工矿配件备件铸铁设备备品配件化工容器备品配件其他堆放地上或货架上144x21=3024设有电动起重机合计4914(4)仓库管理1)仓库管理人员必须根据各种贮存物料的特点和用途，对物料进行数量检验，拆封，入216、库检查，作标签和编帐表，严格按划定库区存贮。2) 对进库物资材料验收及包装相同的大批量物料验收，可按其包装上所注数量或重量进行验收，并在个别货位上进行重量与数量的抽查。（不应小于3%）3)对进货物资的拆封，检验及作标签，应按主管部门的技术要求进行验收。仓库保管人员应掌握库内配备的各种消防器材的使用，加强防火安全及保卫工作。4)仓库所需运输车辆及工人,由工厂统一解决。(5)安全仓库严格遵照有关安全防火规范，建立管理规章制度，认真贯彻执行。坚持工作人员培训、考核，提高警惕性，常备不懈，掌握并熟练使用消防器具，确保安全。化学品库(1) 设计依据及主要任务严格执行国家及有关部门对项目的批复。工厂生产过217、程中需要各类化学品物资的数量及供应、运输条件、贮存要求等进行设计。根据常用危险化学品包装储运手册要求进行设计。(2)化学品库区建筑面积及组成化学品库 948=432 平方米(3)仓库管理1)仓库隶属于工厂供销部门领导。2)实行领料制。仓库采用三班制作业，每班八小时。运输车辆工厂统一调配。3)库管理人员必须根据各种贮存物料的特点和用途，对物料进行数量检验，拆封，入库检查，作标签和编帐表，严格按划定库区存贮。4)对化学品材料验收及包装相同的大批量物料验收，可按其包装上所注数量或重量进行验收，并在个别货位上进行重量与数量的抽查。（不应小于3%）化学品的拆封，检验及作标签，应按主管部门的技术要求进行验218、收。5)仓库保管人员掌握库内配备的各种消防器材的使用，加强防火安全及保卫工作。(6)安全1)严格遵照国家及消防卫生要求,制定相关规章制度,认真执行。2)本设计以外的其他物资品种不允许与存贮物资混合储放。3)为确保安全,不允许超出设计规定储量,以免产生不安全隐患。4)坚持库管人员的培训和考核，提高安全防犯意识。5)提高警惕,常备不懈.认真掌握并熟练使用消防器具,定期演练,确保安全。6)切实注意人体的防护及劳动保护用品的穿戴,设置的防犯设施必须齐备.7)对有毒,剧毒贮存物品,要严格按有关规范实施,置必要设施,确保生产安全.7.8 中央化验室7.8.1 设计范围（1）整个园区设置一个中央化验室；新建219、装置建一个合成氨尿素装置分析室；搬迁装置保留原装置分析室。1）中化室任务范围（a）负责进厂所有原材料、辅助原材料如润滑油、化学品和全厂生活用水及最终产品液氨、尿素的分析检验和质量监测；（b）负责全厂所有在线仪表的校验；（c）负责全厂分析所需标准溶液的配制、标定工作和蒸馏水的制备、发放等；（d）负责对新建合成氨尿素装置分析室和搬迁装置的分析室技术和质量进行监督和管理，并且负责提供装置分析室培训服务和技术支持；（e）对于环保监测项目的分析，与中化室分析项目相同的分析项目采取尽量共用相同分析仪器的设计原则。2）装置分析室任务（a）随新建2030项目上一个装置分析室，负责新建的合成氨和尿素两个装置所有220、生产工艺控制项目的分析任务。（b）各装置分析室的分析人员在行政上归属各装置管理，业务由中化室负责监督管理。 7.8.2. 分析室建筑概况（1）中化室设置在厂前区综合办公楼内。建筑面积约840m2。（2）合成氨尿素装置分析室设在新建装置主控楼内，建筑面积约360m2。（3）在中化室和装置分析室的楼外分别设有钢瓶间。7.8.3. 主要分析方法及分析仪器概述（a）利用原搬迁过来的分析设备，原则上采取能够利用尽量利用，不够的添平补齐的设计原则，并且主要依据四川XX绵阳分公司分析室提供的分析仪器在用、新增、今后可用三套分析仪器清单，设计做出中化室分析设备一览表，该设备表同时包括新建装置分析室的分析设备。221、（b）设计综合考虑了XX今后可用的分析设备包括色谱仪、硫分析仪、电子天平、分光光度计、水分测定仪等分析室设备。（c）原材料、产品和水质的分析按照新的中化人民共和国国家标准以及行业标准执行，中化室配备的主要分析仪器有原子吸收光谱仪、色谱仪、紫外分光光度计、K-F水分分析仪、离子计、以及常规测定的水分、油品分析设备等；装置分析室主要分析设备包括气相色谱仪、分光光度计、PH计、水分测定仪、微库仑定硫仪、以及常规分析设备如电子天平、加热设备等。7.8.4定员：分析工 白班 25（人）技术员 2 （人）主任 2 （人）办事员 1 （人）中化室合计人数为30人；新建2030合成氨尿素装置分析室4x4 （倒222、班）= 16 人设备表如下:7.9 土建工程地质（1）地形地貌拟建场地位于四川省绵阳市经济技术开发区塘汛镇群丰村，占地555.84亩，其中道路占地32.22亩。场地北边为木龙河由西向东流过，东为已建成的绵遂公路，西侧靠近山脚，南接规划的城南入口广场，视野开阔，交通方便。场区内大面积为农田，靠近山脚为狭长的居民聚居区。场地地貌单元属涪江木龙河级阶地。勘察期间测得场地地面高程436.00445.00m，高差9.00m，地形稍有起伏，南北方向上北侧稍高南侧稍低，东西方向上，西侧靠近山脚地形稍高，东侧靠近公路地形稍低。总体上场地比较平坦。（2）地质及地基土拟建工程场地均在勘探深度内，上面为第四系地层，223、主要为第四系全新统人工填土，填土层厚0.32.3m。冲积成因的粉质粘土、粉土、粉砂、中砂、园砾以及卵石组成：粉质粘土：分布不连续，厚度变化大，富含粉土团块或粉土薄层，土质不均一，不均匀分布。粉土：单层厚度1.606.80m，厚度变化大，普遍夹有砂层，土质局部存在差异性，承载力低。粉砂：场地内断续分布，承载力低。中砂：场地内断续分布，承载力低。卵石土：以稍密卵石为主，夹有砂或圆砾透镜体，顶面埋深3.808.70 m，标高435.33430.40m，高差5.00m, 层面向岩性和击数变化较大，承载力特征值力FK=350450kpa。下伏为侏罗系中统沙溪庙组砂岩及泥岩层。砂岩层强风化厚度薄，其下为中224、等风化在拟建场地内广泛分布，层位稳定，厚度大，岩体完整性较好，强度较高。虽顶板埋深较深，且有一定的起伏，它仍是场地良好的地基土以及拟建灌注桩基础可选择的桩尖持力层。（3）地质及地震场地地貌单一，地形较平坦，建筑环境良好，无特殊不良地质作用，场地整体稳定，宜于建造建构筑物。场地抗震设防烈度为6度 ，设计基本地震加速度值为0.05g，设计地震分组为第二组；场地属类建筑场地。（4）地基评价根据场地的地层结构和地基土的物理力学性质，除人工填土、砂土力学性质均较差，不能作为拟建建筑物地基持力层；粉质粘土、粉土有一定承载力，可作为低层荷载不大的建构筑物天然地基持力层；场地分布的圆砾、卵石层力学性质较好，是225、良好的地基土，但其埋深较深，因此，对于重要的建构筑物及设备较重和荷载较大的建构筑物作灌注桩处理。根据初勘报告，现暂定灌注桩长按8m左右考虑。（5）地下水场地地下水主要赋存于砂卵石层中，属第四系松散层中孔隙潜水类型，受大气降水和木龙河上游来水补给，水位随季节变化。平水期内，场内地下水静止水位埋深5.08.7m，高程432.13m428.81m。据绵阳地区水文资料及三江水利工程观测资料，汛期高水位埋深3.04.0m, 高程433.10m左右，场区丰、枯水位变幅约为2.0m左右。从勘察报告中得知地下水对工程建构筑物无不良影响。土建方案（1）基础型式根据地质资料，地层结构及地基土承载力，本工程基础型式226、以天然地基独立基础或灌注桩为主。少量可为拄下条基或筏基。埋深多在 -1.8 -2.5m间。局部填土较厚者，埋深可在-3.5-4.0m深度。此时可采用高杯型式，或作其它地基处理方法。（2）主要建、构筑物结构型式多层根据生产和安装要求，分别采用钢框架或钢筋混凝土框架。单层采用钢筋凝土排架或框架结构。采用钢结构时，以门式刚架为经济。散装库采用钢人字形刚 架。管廊、皮带栈桥均为钢结构。冷却塔为钢筋混凝土结构，现制。小型的房屋，如门卫、地磅房等采用混结构。 （3）屋盖及围护钢筋混凝土结构屋盖一般作现浇板，若是排架结构的屋盖可作预制板，再作防水层。钢结构屋盖均为压型板，散装库等建筑物需保温的，作夹心压型板227、。钢筋混凝土结构围护墙体，主要为加气轻质块。钢结构围护均为压型板（单层或夹心板）。（4）特殊问题及处理本建厂场地地震基本烈度为度，抗震设防严格遵照GB50011-2001规范执行。重要建构筑物需提高设防烈度的，按HGT20665-1999中的相关规定执行。土建工程量及“三材”用量（1）建筑面积及主要构筑物建筑面积80490 m2 （其中钢结构 34890 m2）冷却塔（18.0X18.0槽）8槽皮带栈桥60 m造粒塔（两个） 20x100和16x82（2）“三材”用量型 钢7570 t钢 筋6210 t水 泥19470 t成 材630 m3采用的主要标准及规范 建筑结构可靠度设计统一标准 GB228、50086-2001岩土工程勘察规范 GB50021-2001 建筑桩基技术规范 JGJ94-94 建筑地基基础设计规范 GB50007-2002 建筑地基处理技术规范 JGJ79-2002 建筑抗震设计规范 GB50011-2001 构筑物抗震设计规范 GB50191-93 建筑抗震设防分类标准 GB50223-95化工建、构筑物抗震设防分类标准 HG/T20665-1999 建筑结构荷载规范 GB50009-2001 混凝土结构设计规范 GB50010-2002 钢结构设计规范 GB50017-2003 钢结构工程施工质量验收规范 GB50205-2001 门式刚架轻型房屋钢结构技术规程 229、CECS 102:2002 钢结构高强度螺栓连接的设计施工及验收规程 JGJ82-91 建筑钢结构焊接规程 JGJ81-2002 热轧H型钢和剖分T型钢 GB/T11263-1998 石油化工钢结构防火保护技术规范 SH 3137-2003 砌体结构设计规范 GB50003-2001 动力机器基础设计规范 GB50040-96 石油化工塔型设备基础设计规范 SH3030-1997 化工建（构）筑物地基变形设计规定 HGJ24-89 化工建（构）筑物楼面荷载设计规定 HGJ27-89 压缩机厂房建筑设计规定 HGJ26-89 普通螺栓标准 GB5782-86 化工厂管架设计规定 HGJ22-89230、 工业建筑防腐蚀设计规范 GB50046-95 建筑结构制图标准 GB/T50105-2001混凝土结构施工图平面整体表示方法制图规则和构造详图 03G101-1建构筑物一览表序号建构筑物名称建筑面积（m2）占地面积（m2）层数总高度（m）结构型式备注一合成氨装置新建日产700吨合成氨1压缩厂房57962898220.0钢筋混凝土排架2主控及分析52141738313.0钢筋混凝土框架3变配电1440880314.0、 、4脱碳框架1960490420.0、 、5主管廊钢结构钢材520T6氨罐基础钢筋混凝土1600m37氨冷冻厂房480240215钢筋混凝土框架8设外支架、设基钢筋混凝土 2900m39造气工序钢材410T10合成工序180钢筋混凝土框架钢筋混凝土1620m3小计14890（其中钢3700）6020不含构筑物占地面积二尿素装置新建日产1200吨尿素1主框架3420640956钢筋混凝土框架2造粒塔20x100钢筋混凝土钢筋混凝土2860m33主管廊钢结构钢材320T4 室外支架、设基