1、山东省化工公司尿素装置退城进园等量搬迁改造升级项目可研报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月山东省化工公司尿素装置退城进园等量搬迁改造升级项目可研报告建设单位：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193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日目录第一章 总 论- 13 -1.1 可行性研究报告的编制依据、原则、范围- 13 -编制依据- 13 -（2、4）业主提供的有关基础条件。- 13 -编制原则- 13 -（1）本报告遵循国家、地方有关法规及规定进行编制。- 13 -（3）努力实现工艺技术和装备国产化，尽可能节约建设投资。- 13 -（7）最大限度地减少建设投资，使项目取得较好的经济效益。- 14 -可行性研究报告的研究范围- 14 -（9）精细化工：液体二氧化碳、甲醛、甲缩醛、乌洛托品生产- 15 -1.2 项目申报单位概况- 15 -项目名称： 30万吨尿素装置退城进园等量搬迁改造升级项目- 15 -公司经营范围- 16 -经营年限：50年- 16 -投资方概况- 16 -1.3 项目概况- 18 -规划背景- 18 -项目的建设必3、要性- 22 -1) 区位优势明显- 22 -3) 符合国家能源、环保及产业政策- 22 -4) 增加就业机会，改善投资环境- 23 -5) 优化产品结构、为园区的进一步发展提供了有利保障- 23 -项目的技术先进性- 24 -1) 资源节约、环境友好- 24 -2) 工艺先进、技术成熟、装置可靠- 24 -1.4 主要技术经济指标- 26 -第二章 产品方案与生产规模- 28 -2.1 产品方案- 28 -2.1.1 产品方案的确定- 28 -2.2 产品规模- 28 -生产规模的确定- 28 -产品规模- 28 -3） 副产品- 29 -2.3 原料煤用量及供应- 29 -2.4 本可研重4、点研究的内容- 30 -第三章 技术方案选择及主要工艺流程- 32 -3.1 工艺技术方案选择- 32 -空分工艺技术选择- 32 -气化工艺技术选择- 34 -（1）气化方法简介- 34 -(2) 常用的水煤浆加压气化技术介绍- 36 -（3）气流床气化炉的比较与选择- 37 -变换工艺方案选择- 41 -净化工艺方案选择- 41 -硫回收工艺方案选择- 42 -合成气压缩及氨合成- 43 -尿素工艺技术方案的比较和选择- 46 -（1）CO2气提工艺- 47 -（2）NH3气提工艺- 49 -（3）ACES工艺- 51 -硝酸工艺技术方案的比较和选择- 51 -1.1常压法、综合法- 525、 -1.2全中压法- 52 -1.3高压法- 53 -1.4双加压法- 53 -空分装置- 54 -水煤浆加压气化工序- 55 -变换工序- 58 -低温甲醇洗工序- 59 -液氮洗工序- 62 -硫回收工序- 64 - 正向输送部分- 65 - 回料部分- 65 -压缩、氨合成、氨库、氨回收- 68 - 净化冰机- 71 - 合成冰机- 71 -尿素装置（采用斯那姆氨气提工艺）- 72 -硝酸工艺：- 79 -3.3 主要设备选型方案- 81 -概述- 81 -建议装置的配置- 81 -本项目中静设备选材情况说明：- 82 -空分- 83 -气化- 83 -变换- 85 -净化（低温甲醇洗）6、- 86 -液氮洗- 88 -硫回收- 89 -氨合成- 90 -冷冻工序（净化和氨合成冰机设备相同）- 90 -尿素装置- 91 -硝酸装置- 92 -第四章 辅助生产装置概述- 95 -4.1 配电系统概述- 95 -一、 设计范围- 95 -二、标准规范- 95 -三、设计原则- 95 -4.2 仪表控制系统- 100 -1） 自动控制水平和主要控制方案- 100 -3）生产过程自动控制水平及仪表选型原则- 102 -4） 主要的检测及控制方案- 105 -5） 保证自动控制系统运行的主要安全技术措施- 106 -6） 设备成套供货仪表- 107 -7) 仪表动力供应和公用工程消耗- 17、07 -4.3 给排水设施概述- 108 -（1）设计依据- 108 -（2）设计范围- 108 -(3). 设计原则- 109 -（4）给水水源- 109 -（5） 厂区给水- 110 -（6）厂区排水- 111 -4.4 采暖、通风概述- 112 -空调、通风设备装机容量： 800kW- 112 -4.5 热力设施概述- 112 -1） 概述- 112 -2） 工艺选择- 112 -3） 工艺流程- 113 -4.6 土建工程概述- 114 -1）设计范围- 114 -2）地基处理方案选用- 114 -3）建构筑物结构型式- 114 -4.7 总图运输概述- 115 -（1）总平面布置原则8、和方案- 115 -（2）总平面布置道路规划- 116 -（3）总图运输方案- 117 -第五章 项目发展规划、产业政策和行业准入分析- 119 -5.1 产业政策分析- 119 -5.2 行业准入分析- 120 -第六章 项目资源开发及综合利用分析- 122 -6.1 资源开发方案- 122 -6.2 资源利用分析- 122 -（1）原料煤用量及供应- 122 -（2）电力资源- 123 -(3) 水资源- 124 -（4）公用工程资源- 124 -6.3 资源利用方案- 125 -6.4 资源节约措施- 125 -2、本工程主要使用的节水措施如下：- 127 -3、本工程主要使用的节电措施9、如下：- 128 -5、本工程自动化水平高，大大地减少了人力资源的消耗。- 129 -第七章 项目节能方案分析- 130 -7.1 节能概述- 130 -7.2 编制依据- 130 -2、国务院能源中长期发展规划纲要（2004-2020年）草案- 130 -7.3 用能标准和节能规范- 131 -33、工业企业总平面设计规范（GB50187-2012）- 133 -7.4 能耗状况和能耗指标分析- 133 -7.5 节能措施- 134 -一 工艺流程及管道采用的节能技术- 134 -（1）空分装置- 134 -（2）合成氨装置- 135 -（3）尿素装置- 135 -（4） 硝酸装置- 13610、 -（4）其它- 136 -7.6 节能效果分析- 139 -第八章 项目选址及土地利用- 141 -8.1 项目选址及用地方案- 141 -项目地理位置- 141 -项目地形地貌及地下水- 142 -1、地形地貌- 142 -2、地质- 143 -3、水文地质- 143 -气候概况- 145 -8.2 土地利用合理性分析- 147 -8.3 地质灾害影响分析- 147 -8.4 征地拆迁和移民安置规划方案- 147 -第九章 环境和生态影响分析- 148 -9.1 环境和生态现状- 148 -9.2 本工程主要污染物- 148 -9.3 废气- 148 -本工程主要废气排放量及污染物见下表-11、 148 -9.4 废水- 150 -工程产生的主要废水污染源及污染物一览表- 150 -9.5 废渣- 151 -工程产生的主要废渣污染源及污染物一览表- 151 -9.6 噪声- 151 -主要噪声源噪声值噪声排放表- 151 -9.7 主要污染物防治措施- 152 -废气防治- 152 -废水处理- 152 -废渣处置- 152 -9.8 噪声防治- 153 -9.9 绿化- 153 -9.10 地质灾害影响分析- 153 -9.11 特殊环境影响- 153 -第十章 劳动保护与安全卫生- 154 -10.1 劳动安全卫生执行的标准、规范- 154 -国家安全生产监督管理总局令8号令- 12、154 -10.2 生产过程中职业安全与危害因素分析- 155 -项目涉及的主要危险、有害物质危险特性表- 156 -10.3 安全卫生主要措施- 157 -10.3.1 对自然条件中的危险因素的防范措施- 157 -10.3.2 对生产过程中的危险有害因素的防范措施- 157 -10.4 预期效果与建议- 161 -第十一章 消 防- 162 -11.1 设计原则及依据- 162 -一、设计原则- 162 -二、设计中遵循的主要标准和规范- 162 -11.2 建设地区消防现状- 163 -11.3 工程火灾爆炸危险性分析- 163 -一、原材料、产品的火灾爆炸危险性- 163 -三、电气-13、 164 -11.4 设计中采取的主要防火措施- 165 -11.5 灭火系统- 167 -一、消防系统设计原则- 167 -二、消防设施简介- 167 -三、消防系统- 168 -第十二章 经济影响分析- 169 -12.1 工程概况- 169 -12.2 产品、副产品的规格及规模- 170 -原辅材料的规格和供应- 171 -12.3 项目总投资- 173 -12.4 资金使用及筹措- 173 -本项目投资总额和资金筹措表（单位：万元）- 173 -12.5 财务评价- 174 -营业收入- 174 -生产成本- 175 -税金计算- 176 -利润- 177 -财务现金流量分析- 17714、 -12.5.6 资金来源及运用分析- 177 -敏感性分析- 178 -12.5.8 经济评价指标汇总表- 179 -12.6 方案可行性研究分析- 181 -1）本项目建设符合国家产业政策。- 181 -4）本项目以煤为原料，供应有保障，原料来源稳定可靠。- 181 -8）项目投资比较省、经济效益好。- 182 -11）项目无移民安置问题，不占用农田和耕地，社会风险极小。- 182 -第十三章 社会影响分析18313.1 社会影响效果分析183经济效益183环境效益18313.1.3 社会效益18413.2 社会适应性分析184符合国家能源发展规划和产业政策184落实山东省开发战略，推动济15、宁经济发展18513.3 社会风险及对策分析185一、风险因素识别186二、风险程度估计186三、风险防范与反馈186四、其它风险分析与措施187第十四章 工厂管理体制及定员18914.1 工厂管理体制18914.2 工厂劳动定员189第十五章 项目进度19015.1 项目实施规划内容19015.2 实施进度规划19015.2.1 项目实施原则190建设周期的规划191l 化工试车、考核验收 1 个月193第一章 总 论1.1 可行性研究报告的编制依据、原则、范围 编制依据（1）XXXX化工有限公司委托XX工程科技股份有限公司关于XXXX化工有限公司年产30万吨尿素装置退城进园等量搬迁改造升级16、项目可行性研究报告技术合作。（2）国家石化局颁布的化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定。（3）国家发展和改革委员会文件发改工业20061350号国家发展改革委关于加强煤化工项目建设管理促进产业健康发展的通知。（4）业主提供的有关基础条件。 编制原则（1）本报告遵循国家、地方有关法规及规定进行编制。（2）工艺技术先进、适用、稳妥可靠；以当地煤为原料；装置运行开工率高、操作和维修方便。设计要注意节约能源，提高余热利用水平，采取有效措施使能耗赶超国内外先进水平。（3）努力实现工艺技术和装备国产化，尽可能节约建设投资。（4）建筑设计在经济适用的基础上注意美观，充分体现“五化”方针，以节省投资和取17、得更大的效益。（5）“三废”处理应满足国家有关环境保护的规定和循环经济、环境友好的要求。外排废水、废气、废渣达到国家和当地环保排放的要求，尽可能实现综合利用与零排放的目标。（6）贯彻“安全生产，预防为主”的方针，确保本工程投产后符合职业安全卫生的要求，保证职工的安全和健康。采用先进的控制和连锁系统，改善生产操作条件，为保护操作人员的身体健康，创造一个安全、清洁、文明的生产环境。（7）最大限度地减少建设投资，使项目取得较好的经济效益。 可行性研究报告的研究范围本项目可研报告的研究范围主要为: 以当地煤为生产原料，采用先进的水煤浆水冷壁加压气化技术，配套相应的合成气净化、氨合成等装置，副产甲醇装置18、部分液氨加工成尿素、加工成硝酸装置，剩余液氨用于硝基复合肥生产，及液体二氧化碳、甲醛、甲缩醛、乌洛托品生产，配套空分装置及相关辅助设施和公用工程设施。具体如下：（1）煤贮运:（包括煤的储存、破碎、输送等）（2）煤气化:（包括磨煤、水煤浆输送、气化、灰水处理等）（3）净化装置：（包括变换、变换气低温甲醇洗脱硫/脱碳、液氮洗精制合成气、净化氨冰机）（4）合成氨装置：（合成气压缩、氨合成、氨冷冻机、液氨罐区、驰放气氢回收等）（5）尿素装置：（包括尿素合成高压圈、中压分解吸收、低压分解吸收、真空浓缩、蒸发和CO2压缩、大颗粒尿素造粒、普通尿素造粒、尿素水解和解析、尿素包装、贮运）；（6）空分装置：（19、包括空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送、后备系统、仪表空气站等）（7）硝酸装置：（包括氨空气混合气的制备、氨的氧化及热能回收、一氧化氮氧化及吸收等）（8）硝基复肥：设置一套硫酸装置、一套硝酸磷钾肥装置、二套高塔造粒硝基复合肥装置、一套喷浆造粒硝基复合肥装置、石膏粉装置。（9）精细化工：液体二氧化碳、甲醛、甲缩醛、乌洛托品生产（10）上述新建装置配套的总图运输、给排水、总降压站、供配电、循环水站、脱盐水站、空压站、污水处理站、火炬等。研究内容包括：项目提出的背景、产品市场预测、产品方案、生产规模、工艺技术方案对比选择、主要原料、燃料的供应、公用工程、环境保护、安全卫生、能耗分析、消20、防、工厂组织和定员、项目实施规划、投资估算、财务和经济评价及研究结论。1.2 项目申报单位概况公司名称： XXXX化工有限公司公司选址： 济宁市化学工业经济技术开发区建设地点： 山东省XX县胡集镇项目名称： 30万吨尿素装置退城进园等量搬迁改造升级项目生产规模：尿素30万吨/年，硝酸15万吨/年，硝基复肥60万吨/年，乌洛托品2.5万吨/年，液体二氧化碳10万吨/年，甲醛16万吨/年，甲缩醛5万吨/年。建设周期：装置建设周期为30个月项目投资： 投资265806 万元 公司经营范围l 制造、销售氧气、氮气、氩气、氢气、一氧化碳、二氧化碳、蒸汽等工业气（汽）体；l 液氧、液氮、液氩及液氨、液体二21、氧化碳、硝酸等液体产品；l 液氨、尿素、硝基复肥、石膏、副产硫磺、灰渣等固体产品；l 乌洛托品、甲醛、甲缩醛等精细化工产品。 经营年限：50年 投资方概况XXXX化工有限公司，由济宁市xx化工有限公司和山东XXxx化工有限公司共同出资组建，其中济宁市xx化工有限公司出资占65%，山东XXxx化工有限公司出资占35%。公司性质为有限责任公司。主要投资者情况介绍1、济宁市xx化工有限公司现座落在山东省济宁市xx旅游度假区。济宁市xx化工有限公司是二二年十二月，在山东省济宁化肥厂的基础上改制而成的股份制企业，以生产合成氨、尿素为主。现有生产能力为：合成氨12万吨/年、尿素16万吨/年、甲醇3万吨/年22、农用碳酸氢铵7万吨/年、气化型煤3万吨/年。其中：变换采用2.1MPA中低低工艺、2.1MPA碳酸丙稀酯脱碳工艺，运行指标达国内同工艺先进水平；尿素装置系采用意大利斯那姆公司氨汽提专利、美国罗茨蒙特DCS控制系统，主要设备由西班牙制造，能源消耗、环保和产品质量指标均远优于国内其他工艺装置。公司现有员工1120余人，其中各类技术人员260人。形成了适应氮肥生产、经营、管理和技术改造的员工队伍。公司现有资产23386万元，其中固定资产净值20481万元，资产负债率30。公司先后获得“全国质量稳定合格产品”、“消费者满意单位”、“中国知名品牌重点保护单位”、“济宁市安全生产先进单位”、“济宁市节能23、先进集体”等荣誉称号。2008年1月被济宁市人民政府列入全市第一批（20072010年）重点扶持发展企业。该企业在取得经济效益的同时，也获得了良好的社会效益。公司先后荣获xx等荣誉称号；先后取得了山东省安全生产委员会、山东省安监局颁发的“安全生产许可证”；20xx年取得了由山东省技术监督局颁发的“无水液氨生产许可证”；并于20xx年12月份通过了省安监局考评的“安全标准化”验收。根据济发200712号文件精神，xx公司进行了认真筹备，编制了“退城进园”实施方案，于2010年8月，市经信委、市财政局、市国土资源局等五部门联合会审,并以济经信字2010283号文批准了该实施方案。2、山东XXxx化24、工有限公司前身，为始建于1969年的XX县化肥厂，2005年改制后注册成立，注册资本金人民币4400万元。企业现有职工1089人，占地面积350亩，资产25000万元，2010年销售收入2亿元。主产品有合成氨11万吨/年、尿素13万吨/年、碳酸氢铵3万吨/年、编织袋1000万/年等。根据XX县发展规划，也在实施“退城进园”方案。该公司成立后，立即投入大量资金对设备进行了全面检修和技术改造，进一步完善了工艺流程，确保了新企业在生产技术、质量、产量等诸方面具有一定的优势，公司成立伊始便呈现出勃勃生机和强劲的发展势头。该公司领导班子成员年轻化、知识化、专业化，年富力强，具有创新精神和先进的管理理念，25、拥有一支善打硬仗，敢打硬仗的管理队伍，具有强烈的事业心和进取心。1.3 项目概况 规划背景随着济宁市的发展，城区居住环境的需要，以及企业持续发展的需要，济宁市政府做出了城区外环线内危险化学品生产企业“退城进园”的实施意见，将危险化学品安全生产许可证延期换发工作和“退城进园”实施有机结合，全力推进“退城进园”工作。目前济宁市xx化工有限公司、山东XXxx化工有限公司、山东昊福集团有限公司三家企业都面临生产规模小、技术装备水平低、能耗物耗高、污染物产生量较大的问题，而山东昊福集团有限公司因产能落后于2010年根据济宁市行业发展规划，该企业停止生产，设备现已基本拆除完毕。根据济宁市“危险化学品”生产26、企业“退城进园”的要求，经济宁市、XX县政府以及济宁市化工开发区等有关部门，与企业多次研讨协调，济宁市xx化工有限公司和山东XXxx化工有限公司从主城区搬迁至济宁市化工开发区（济宁XX胡集），而本项目的建成将为这些化工厂提供液氨、甲醇、尿素、硝酸等产品，为硝酸磷肥、高塔硝基复合肥、喷浆硝基复合肥及精细化工的生产提供原料。山东省是国家级粮棉生产基地和主要的蔬菜产区之一，是黄淮海农业经济开发区的重点区域，其中济宁是全国著名的农产品商品生产基地。济宁市位于山东省的西南部，总面积1.1万平方公里，耕地790万亩，12个县市区，人口800万，其中农业人口560多万。2011年，全市实现现价生产总值（GD27、P）2820亿元，按可比价格计算增长11.0%，其中第一产业增加值为173.6亿元；人均GDP达到33571元，增长13.0%；农民人均纯收入达到8712元，增长16.9%。济宁是农业大市，是全国重要的优质商品粮、棉花、大蒜和花生生产基地。发展化肥行业，支持农业发展，符合国家产业政策，为我国政府鼓励发展项目。尤其是近两年来，由于国际油价的飙升，国际尿素价格急速上涨，尿素出口量大，造成国内尿素价格居高不下，农民负担加重。扩大尿素生产规模，缓解尿素供应紧张局面，对企业及当地农业的发展有着积极作用。氮肥是中国农业消费最多的一种化肥，我国氮肥种类主要包括尿素、硝铵、碳铵、硫铵等品种，其中尿素是主要品种28、，占中国氮肥总消费量的60以上，而世界上大多数发达国家的氮肥消费基本全是尿素。而尿素相对其它氮肥的优势在于含氮量高，不会在土壤中残留酸根，长期使用不会使土壤变质和结块。尿素的含氮量高达46.45%，而硝铵、碳铵、硫铵的含氮量分别为34.8、21.23和17.5%，且使用后会造成土壤硬化和酸化，影响土壤的质量，氮肥各品种中，尿素产量占总氮肥的60.7%，其它氮肥产品如：碳铵、硝铵、氯化铵和复合肥等（含氮量）占39.3。随着环保意识的增强及环保要求的提高，尿素将不再局限于对农用化肥使用，在建筑、木材加工行业所用的添加剂、胶粘剂方面的广泛使用，逐渐成为新利润增长点，胶粘剂的需求量较大。三聚氰胺就是以29、尿素为原料的环境友好型胶粘剂，济宁市及其周边区域是国内较大的密度板生产基地，需求大量的胶粘剂，目前国内生产量很小，现有市场和潜在需求持续增加，出口量也在不断加大。对市场需求，特别是建筑、木材加工企业的需求，许多三聚氰胺生产企业都加大了生产量，同时在酝酿扩大生产规模，以适应市场发展的需要。所以尿素生产企业将不再局限于农用尿素的供给，可大力开发工业用尿素市场，不断扩大持续增长的市场份额。除此之外，与农业生产多元化相适应，农用专业肥、复混肥发展迅猛，而这些肥料的基础原料大多仍以尿素为主，尿素企业同样可以开发该部分市场。为此，未来的尿素市场前景较为广阔。国外尿素基本以天然气、油作为原料，在国际能源价格30、不断上涨的情况下，国外尿素企业的生产情况大大受挫，尿素产品的利润空间大幅度减少。受此因素影响，2002年以来国际尿素价格持续高位运行。国内尿素市场也比较火爆，尿素价格也一直处在上涨之中。根据国研网统计资料，2009年、2010年、2011年国内尿素平均出厂价为1800元/吨，1900元/吨，2050元/吨，目前尿素价格已经在2100元/吨左右。2012年总体来看，为尿素市场的政策环境最好的一年，估计要持续一、二年时间。主要的利好政策有：一是尿素限价进一步取消。随着市场化程度的进一步开放和提高，国家对化肥价格的限制会越来越少。二是放宽出口。预计国际将在2012年10月放宽对化肥的出口政策，这样以31、煤炭为原料生产尿素较以石油为原料生产尿素价格上更有优势。三是国际市场原油价格高居不下。由于国际市场原油价格长期在100美元以上徘徊，使得国际市场上化肥价格越涨越高；另外，一些非洲国家连年粮食减产，使得国际粮农组织不得不加大对农业的投入，这进一步推高了尿素价格的上扬。四是国内煤炭价格下滑。国内煤炭价格持续下滑，目前无烟煤煤价格已从高峰时的1860元/吨，猛降到1300元/吨，烟煤价格也从1250元/吨降到750元/吨。因此以煤为原料的化肥行业越来越显现出原料优势，尤其是以煤为原料的合成氨更具有价格优势。因此在济宁地区利用高效、节能、环保的新型洁净煤气化技术建立以水煤浆为原料生产合成氨、尿素等化肥32、化工产品具有很好的发展前景和经济效益。XXXX化工有限公司根据我国能源结构调整需要，在充分考虑山东济宁附近的煤炭、水资源条件，以及国内、国际能源市场环境的具体情况后，结合自身所拥有的技术优势，综合考虑建设规模的技术经济可行性等多方面因素，拟采用当代先进的煤炭洁净气化技术生产合成气，以满足30万吨/年尿素15万吨/年硝酸60万吨/年硝基复肥和精细化工产品以及其它企业用户对氮气、二氧化碳等工业气体的需求。本装置空分部份提供氢、氧、氮、氩及多种气体，同时也提供液氨、液氮、液氧、液氩、硝酸、液体二氧化碳、乌洛托品、甲缩醛等产品，可为精细化工产业链的延伸和深加工提供原料，对济宁地区发展及山东地区的产业33、结构升级具有十分重要的意义。 项目的建设必要性1) 区位优势明显山东省是全国产粮大省，本项目地处山东省主产区的中心地带，具有广阔的市场和地理位置优势。同时本项目是山东省采用大型化先进气化工艺的化肥生产装置中，具有极强的技术优势、成本优势和规模优势，市场竞争能力非常强。2) 调整、优化我国能源结构，发展石油天然气替代能源，保障国家能源安全。我国是一个“缺油、少气、富煤”的国家，能源结构的基本特点是石油和天然气储量相对不足，煤的储量相对丰富。煤炭是我国最主要的化石能源资源，并且在国家“十二五”发展规划已将洁净煤技术作为今后能源建设的战略重点。发展新型煤气化正在成为我国能源建设的重要任务，建设煤化工34、产业，支持我国的农业发展是当前和未来几十年我国能源建设的重要需求，符合我国“富煤、缺油、少气”资源状况的国情。3) 符合国家能源、环保及产业政策国家在发展煤化工的过程中特别强调环境保护。本项目采用国际先进的煤气化技术，产生废水较少，同时采用先进的水处理工艺，生产过程产生的废水和污水将作为工艺用水大部分回用，最终排放的少量废水和污水通过先进的蒸干浓缩结晶技术处理后，基本达到无废水排放的要求；同时生产过程排出的废渣不含任何对环境、人或生态有害的组份，可用作生产建筑材料的原料；生产过程中产生的废气所含污染物为硫化氢，将全部回收。因此，该项目达到了国家各项政策的要求“废弃物减量化、资源化和无害化”标准35、，满足发展循环经济，建立和谐社会的要求。4) 增加就业机会，改善投资环境本项目除了生产合成氨、尿素、硝酸供应企业外，还有液氧、液氮、液氩、二氧化碳等液体产品，这些都是重要的基础化工原料，可用于冶金、化工、化肥、电子和电力等许多工业用户，与这些产业相关性强、带动力大。煤制合成氨、尿素、硝酸、硝基复肥、精细化工项目的建设和运营需要大量具备一定知识水平的操作、技术和管理人员，与项目相关产业的发展也将间接产生众多的就业岗位，可以为当地提供大量就业机会，并且可通过各种渠道引进各类人才，有助于提高项目所在地区的科技水平，对于济宁市产业调整和进一步发展有着十分重要的意义。5) 优化产品结构、为园区的进一步发36、展提供了有利保障本项目的建成，将解决济宁地区等企业的工业用气问题。优化该地区的产品结构、降低气体成本，并为周边企业解决了用氧、氮、氩等工业气体的供应问题，以自身专业化的服务、稳定的技术保障、可持续的共赢合作为周边企业的发展以及技术升级和技术改造提供强有力的支撑。随着XXXX化工有限公司建成投产，不仅优化了周边企业的产品结构，而且提高了建设的规模和档次，并为周边的企业进一步发展提供了动力。因此，本项目的建设是符合国家和地方政府的产业政策和经济发展需要的，对稳定当地经济园区的健康发展、提高相关企业的市场抗风险能力和经济效益，显得非常必要且具有重要意义。 项目的技术先进性本项目以煤炭为原料，经煤气化37、变换、净化、硫回收生产合成氨、利用液氨合成尿素、硝酸、硝基复肥及其它各种工业气体。各工序均采用国际上先进且成熟可靠的工艺技术，从而保证本项目能建设成为一个工艺技术先进，高效无污染的现代煤化工项目。1) 资源节约、环境友好由于本项目是以煤炭为原料，因此煤气化所采用的技术，是工艺先进性及煤炭能否被合理利用的因素。本项目所采用的水煤浆气流床气化技术，属于第三代煤气化技术，是目前最清洁，也是效率最高的现代煤化工技术。该技术实现了装置的大型化、集约化和自动化，同时具有较高的煤转化率，可达98%以上；气化炉的操作压力可以根据配套的后工序的要求而在4.0MPa8.7MPa之间调整，且因气化压力高，节省了气38、体压缩所需要的能量；气化工序的水在系统内循环使用，并将少量外排水用于煤浆制备，从而减少对环境的污染。所以本项目是一个资源节约型、环境友好型的现代煤化工项目。2) 工艺先进、技术成熟、装置可靠本项目中煤气化技术采用先进的、成熟可靠的气化技术。水煤浆水冷壁气化技术属气流床气化工艺，是目前最先进的第三代煤气化技术，已经有许多工业化业绩。也是目前煤制合成气项目的主流煤气化技术，具有技术成熟可靠，煤、氧等原料及动力消耗低的特点。净化工序采用低温甲醇洗技术，这是20世界50年代就已工业化的成熟可靠的脱硫脱碳专利技术，目前已完全国产化。该技术净化度高、溶剂损失少、污染少。少量的含甲醇污水可送至磨煤工序，用于39、制取水煤浆。空分采用先进的大型全低压分子筛吸附、液氧泵内压缩工艺流程，不仅成熟可靠、能耗低，而且还具有运行稳定、安全、操作维护方便等特点。外排物仅为污氮，不会对环境造成污染。低温液氮洗合成气精制是煤化工制取合成气的又一关键技术，该技术已经被杭氧、杭州中泰等吸收并完全实现国产化，并已有多套成功运行业绩。它是国际上先进的、应用较广的合成气精制工艺，安全、稳定、无污染、无耗氢问题。配套液氮洗的氨合成工艺由于合成气净化度高，惰性气体少等特点使得合成回路实现了无吹出气流程，极大地提高了氨合成的效率，减少了合成回路的投资。本项目硫回收工序，采用先进的荷兰荷丰公司的超优克劳斯工艺来处理净化系统的酸性气体，硫40、回收率达99.9%，尾气完全达到环保要求排放，改善了周围大气环境。氨合成采用卡萨利合成技术（或国内外相同的先进技术），轴径向合成塔，系统阻力小、氨净值高、技术先进。尿素采用先进的斯那姆氨气提工艺，系统热利用率高、能耗低、水解解析工艺技术先进、环境友好、生产负荷的变化对运行系统指标影响较小。硝酸采用先进的双加压法工艺，技术先进，生产强度大，经济技术指标最优化，生产成本低，尾气中NOx含量低，最彻底的清洁生产技术，符合国际排放要求，基建投资适度，能量回收综合利用合理，是最具发展的流程。生产装置控制全部集中在中央控制室由DCS自动优化调节，以最少的原材料、动力投入，获得最大产出。1.4 主要技术经济41、指标尿素30万吨/年，硝酸15万吨/年，硝基复肥60万吨/年，乌洛托品2.5万吨/年，液体二氧化碳10万吨/年，甲缩醛5万吨/年装置主要技术经济指标如下：经济评价指标汇总表序号项 目单位指标备 注1合成氨吨/年300000尿素吨/年300000硝酸（100%）吨/年150000硝基复肥吨/年600000液体二氧化碳吨/年100000乌洛托品吨/年25000甲醛吨/年160000甲缩醛吨/年500002计算资本金总投资万元按国发1996(35)号文3总投资(资金需求总量)万元按方法与参数建设投资万元265806建设期利息万元13706流动资金万元68541年营业收入万元2883174年总成本及费42、用万元2471755年销售税万元8426年销售利润万元403017年所得税万元100758税后利润万元302269全部投资评价指标所得税后内部收益率（IRR）13.35%财务净现值万元61119ic=10%投资回收期年8.3含建设期10自有资金评价指标所得税后内部收益率 (IRR)19.22%ic=10%第二章 产品方案与生产规模2.1 产品方案2.1.1 产品方案的确定本项目为园区其它化工厂提供液氨、甲醇、尿素、硝酸、硝基复肥、乌洛托品、甲缩醛产品。副产品液氧、液氮、液氩、二氧化碳、石膏粉等外销。 2.2 产品规模 生产规模的确定根据产品配套要求，本项目生产规模确定为合成氨30万吨/年，甲醇43、10万吨/年、尿素30万吨/年（其中大颗粒尿素15万吨/年，普通尿素15万吨/年），硝酸15万吨/年，硝基复肥60万吨/年，乌洛托品2.5万吨/年，液体二氧化碳2*5万吨/年，甲醛2*8万吨/年，甲缩醛5万吨/年。 产品规模1）年操作: 7200小时。2）产品合成氨： 每年30万吨。 尿素： 每年30万吨其中大颗粒尿素15万吨，普通尿素15万吨。甲醇: 每年10万吨。硝酸（100%）： 每年15万吨。硝基复肥: 每年60万吨。液体二氧化碳: 每年2*5万吨。乌洛托品: 每年2.5万吨。甲醛: 每年2*8万吨。甲缩醛: 每年5万吨。3） 副产品 各类石膏粉：约18.835万吨/年。2.3 原料煤44、用量及供应本项目采用水煤浆水冷壁加压气化工艺技术，主要原料为原煤。本项目采用原煤主要来源于济宁市煤矿。由于济宁市煤矿煤暂无煤种分析数据，故暂按神华一号煤计算 原料煤的规格: 表1：煤质工业分析序号成分符号单位煤种1固定碳FC ar%49.42挥发份Var%26.83水份Mar%16.64灰份Aar%8.75低端热值Qat,net,pkcal/kg5600表2：煤质元素分析序号成分符号单位煤种1碳Car%73.382氢Har%4.733氧Oar%11.264氮Nar%0.955硫Sar%0.58表3：水煤浆浓度和灰熔点数据表序号成分单位设计煤种1水煤浆浓度%602灰熔点11702.4 本可研重点45、研究的内容本项目从生产的产品来看主要分为四部分，第一部分为合成氨，包括：空分、煤气化炉、低温甲醇洗、液氮洗等、合成气体压缩机、氨压缩机、低压氨合成（15.4MPa）、联醇生产等；第二部分为尿素装置，包括：二氧化碳压缩机、尿素（即尿素合成）框架、造粒、包装储运等；第三部分为硝基复肥，分为硝酸装置、硝酸磷肥装置、高塔硝基复合肥装置、喷浆硝基复合肥装置；第四部分为精细化工部分，分为液体二氧化碳装置、甲醛装置、乌洛托品装置、甲缩醛装置等。这四部份产品又以第一部分合成氨、第二部分尿素装置、第三部分硝基复肥中的“氨氧化生产硝酸”这些内容工艺联系紧密，技术关联性强，使用的动力、原料、水量多。因而本可研从第三46、章至第十一章部份对上述内容按照可行性研究报告的编制办法的相关要求进行重点研究和论述，剩余的第四部分精细化工和硝基复肥中除硝酸以外的其它内容，本可研以外另行专题研究。配套公用工程及办公设施、总供配电站和工序变电站、循环水场、脱盐水系统、消防系统、事故水系统、污水处理场、主控楼、化验室、备品仓库、原料和成品仓库、办公楼及综合服务等按重点研究和论述的部份进行，特别说明。第三章 技术方案选择及主要工艺流程13.1 工艺技术方案选择 空分工艺技术选择本项目需要空分装置供应氧气作为煤气化即煤炭转化为合成气的气化剂用气。空分工艺经过近百年的不断发展，现在已步入先进的大型全低压、液氧泵、液氮泵内压缩流程。整个47、流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品压缩输送等主要部分组成。采用先进的大型全低压、液氧泵、液氮泵内压缩工艺流程具有运行连续、稳定、安全、操作维护方便等特点。在不同条件和不同产量要求下，该工艺能优化装置的运行状况，在设置产量的情况下能自动调节致使各单元始终在最佳和最经济点运行，以达到节能的目的。由于采用内压缩流程，该工艺可以将进入冷箱的碳氢化合物随着液氧泵不断地抽取而带出冷箱，防止了碳氢化合物在主冷内积聚。本工程新建空分装置，采用常温分子筛净化空气，增压透平膨胀机制冷，液氧、液氮加压气化，规整填料、全精馏无氢制氩的内压缩流程。原料空气在过滤器中除去了灰尘和机械杂质后，进入空气透平压48、缩机压缩，然后送入空气冷却塔进行清洗和预冷。空气从空气冷却塔的下部进入，从顶部出来。空气冷却塔的给水分为两段，塔的下段使用经用户水处理系统冷却过的循环水，而冷却塔的上段则使用经氮水冷却塔和冷水机组冷却后的低温水，使空气冷却塔出口空气温度降低。空气冷却塔顶部设有丝网除雾器，以除去空气中的机械水滴。出空冷塔的空气进入交替使用的分子筛吸附器。在那里原料空气中的水分、CO2、CO、C2H2、氮氧化物等不纯物质被分子筛吸附。净化后的加工空气分为两股：一股直接进入冷箱，这股空气先进入低压换热器与返流气体换热，冷却到接近液化温度进入下塔进行分离；另一股通过空气增压机进一步压缩，并经增压机后冷却器冷却后送入冷49、箱经高压换热器冷却变为液体后节流进入下塔，膨胀空气自空气增压机中部抽出，首先经过膨胀机增压端的压缩及后冷却器的冷却，再进入高压换热器被冷却，而后经膨胀机膨胀后进入下塔。其中增压机中段抽出部分空气作为0.7MpaA仪表气源。空气经下塔初步精馏后，在下塔底部获得富氧液空，在下塔顶部获得纯液氮。下塔抽取的富氧液空、纯液氮，经液空液氮过冷器过冷后送入上塔相应部位。经上塔进一步精馏后，在上塔底部得到液氧，液氧经液氧泵增压后再经高压换热器换热气化后送出，另抽取一部分液氧送入液氧贮槽。从上塔上部引出污氮气，经过冷器、主换热器复热后出冷箱，一部分进入加热器作为分子筛再生气体，其余气体送水冷塔。在下塔顶部得到纯50、液氮一部分直接抽取经液氮泵加压气化后送出，另一部分经过冷器过冷后分为两股：一股直接送入的液氮贮槽，另一股经节流阀节流后送入上塔顶部作为下流液体，在上塔顶部得到纯氮气经换热器换热后送出。从上塔中部抽取一定量的氩馏份送入粗氩塔，粗氩塔在结构上分为两段，从第二段氩塔底部抽取的液体经液体泵送入第一段顶部作为回流液，经粗氩塔精馏得到98.5%Ar，2ppmO2的工艺氩气，送入精氩塔中部，经精氩塔精馏在精氩塔底部得到纯液氩(99.999% Ar,2ppm O2, 3ppm N2)，送入液氩贮槽。 气化工艺技术选择（1）气化方法简介气化工艺一般分为三种类型：固定床（有时也被称为移动床），流化床和气流床。固定51、床和流化床气化是较为传统的气化工艺,曾经在煤气化工艺中占主要地位,但由于其工艺相对落后,单炉能力小,压力低,能耗高,产生的污染物多且不易处理等缺点,逐渐被先进的，清洁高效的气流床气化炉所代替。气流床气化炉属第三代先进的煤气化技术，是最清洁，也是效率最高的煤气化类型。粉煤在1200-1700时被氧化，高温保证了煤的完全气化，煤中的矿物质成为熔渣后离开气化炉。气流床所使用的煤种要比移动床和流化床的范围更广泛。气流床气化以粉煤（平均直径通常在100微米以下）为原料，气体（氧与蒸汽）携带煤粉进入温度非常高的气化炉，在12001700高温下将煤一步转化成CO、H2、CO2等气体，残渣以熔渣形式排出气化炉52、。这种气化方法因为工作温度高，采用液态排渣，因而煤种适应性宽，几乎电站锅炉使用的煤种在气流床气化炉中都可以使用，使用氧气可以使气化效率高，并可避免合成气被氮气稀释，合成气的热值也高于空气氧化炉所产生的合成气的热值。而且气流床气化炉是加压操作，单炉生产量大，是同直径固定床气化炉的几倍到十几倍。目前以煤为原料生产合成气的气流床气化工艺具有典型代表的有：德士古（已被GE公司收购，也称为GE 技术）（TGP）、兖矿华东理工大学、清华大学、西北化工研究院等水煤浆加压气化工艺；壳牌（Shell）干煤粉加压气化工艺（SCGP）；德国西门子公司的GSP干煤粉加压气化工艺：北京航天万源煤化工工程技术有限公司开发53、的HT-L航天干煤粉加压气化工艺；由于粉煤气化工艺，在工业化过程中，在粉煤，设备等遇到的问题较多，多数装置不能长周期运行，因此我们选择采用水煤浆加压气化技术的气流床气化炉，其特点如下：煤种适应性广，年轻烟煤，粉煤皆可作原料。 气化压力范围大从2.58.7MPa皆有工业化装置，以4.0MPa和6.5MPa较为普遍，气化压力高可节省合成气压缩功。气化炉热量利用由激冷工艺制得含蒸汽量高的合成气在变换工序不需再外加蒸汽。也可采用废锅流程回收热量副产高压蒸汽，这种工艺流程适合于IGCC发电，且废锅设备价格较高，可择优选用。气化炉内无传动装置，结构比较简单。单位体积产气量大，一台直径3200mm，6.5M54、Pa气化炉生产合成气100000Nm3/h。有效气成分高，CO+H280%。因高温气化，气体中甲烷含量很低（CH40.1%），无焦油。气化炉排渣无污染，可用作铺路路渣；污水含氰化物少易处理。产品气一氧化碳和氢含量高是碳一化学最好合成原料气，可用来生产合成氨，甲醇，制氢，羟基合成原料气，用途广泛。碳转化率高 最高可达98%。(2) 常用的水煤浆加压气化技术介绍 德士古（GE）（TGP）水煤浆加压气化技术简介德士古水煤浆加压气化工艺最初因在加压下连续输送粉煤的难度较大，1949年美国德士古发展公司受重油气化的启发，首创了水煤浆加压气化工艺并在加利福尼亚洛杉矶Montebello建设了第一套中试装置55、（投煤量15吨/天），1975年建设了一台压力为2.5MPa、激冷和废热流程可互为切换的气化炉，1978和1981年又建了二台压力为8.5MPa、激冷流程的的气化炉。1973年德士古公司与联邦德国鲁尔公司开始合作，1978年在联邦德国建成了第一套工业化试验装置并通过试验获得了全套工程放大技术。在随后的80年代前后，先后在美国、日本、联邦德国、中国等地建成了伊士曼化工、冷水发电、宇部氨厂、SAR煤气、Tenmpa电厂、鲁南化肥等商业化生产装置。 兖矿华东理工大学水煤浆加压气化技术简介由兖矿集团、华东理工大学、原化工部第一设计院等联合开发的多喷嘴对置式水煤浆气化炉技术，2000年7月30日第一套中56、试装置在兖矿鲁南化肥厂建成并一次投料成功、累计运行400多个小时后，通过国家技术测定和鉴定。 北京盈德清大水煤浆水冷壁加压气化技术简介清华大学水煤浆水冷壁气化工艺由清华大学（Tsinghua University，TU）和北京盈德清大有限责任公司开发的具有自主知识产权的气化工艺，利用氧气（空气或者富氧）对含碳物质进行部分氧化来生产粗合成气（主要成分为一氧化碳和氢气）的过程。在气化炉的燃烧室内采用水冷壁型，可以提高燃烧室的操作温度，从而扩大煤种的适应范围。气化炉内的水冷壁采用强制循环。气化炉水冷壁的冷却水采用锅炉给水，汽包中的水通过锅炉水循环泵送入水冷壁系统和烧嘴冷却水系统，通过水冷壁系统和烧嘴57、冷却水系统的锅炉水进入汽包，在汽包中产生部分蒸汽，产生的蒸汽进入全厂蒸汽管网，汽包给水由锅炉的给水母管进行补充。以山西xx肥业（集团）临猗分公司为依托，水煤浆水冷壁气化炉单炉日处理原煤750吨，气化操作压力4.0Mpa的气化炉于2011年8月22日一次化工投料成功，截止2012年1月9日，已累计运行了140天，创造水煤浆气化炉一次投料运行时间最长纪录。盈德清大水煤浆水冷壁加压气化技术是国家“九五”和“863”重点科技攻关项目，通过国家技术测定和鉴定，是国家重点推广的三种煤气化之一。 西北化工研究院水煤浆加压气化技术简介西北院化工研究院（原上海化工研究院煤气化研发工作班子与原陕西临潼化肥研究所组58、合）在60年代开始水煤浆气化工艺的研究开发，1969年第一套日投煤量1.68吨的多元料浆中试装置在浙江巨州化肥厂建成投料，1985年继续承担国家“六五”重点科技攻关任务，在陕西临潼又建成一套日投煤量24-36吨的多元料浆中试装置。（3）气流床气化炉的比较与选择气流床气化炉根据进料形式的不同，可分为两大类：一类是干煤粉（干法）进料的气化技术；一类是水煤浆（湿法）进料的气化技术。干煤粉进料的气化技术在工业化过程中遇到的问题尚未完全解决，还不能做到长周期运行。水煤浆气化在上世纪80年代投入工业生产，中国已在鲁南、上海焦化、渭河、淮南、黑龙江浩良河、德州、神木、惠生、金陵石化、南化、齐鲁石化、灵谷化肥59、xx化肥、神华包头等化工、化肥多个项目中成功应用。GE、兖矿华东理工大学、清华大学、西北化工研究院等拥有的水煤浆加压气化技术，采用水煤浆进料，制成5865%浓度的水煤浆，在气流床中加压气化，水煤浆和氧气在高温高压下反应生成合成气，液态排渣。使用气化压力在2.68.7MPa，气化温度在13001400，CO+H2达到80%。气化过程对环境污染影响较小。该气化技术的气化压力分别有3.0MPa、4.0MPa、6.5MPa、8.7MPa，都具有商业化成功运行的经验。 几种国内外气化工艺技术方案对比表如下：项 目盈德清大水煤浆气化炉ShellLurgi(传统)GSP气化气化压力 MPa3.06.52.60、04.03.03.04.0气化温度 120016001400160085014001600单炉最大能力吨煤/天 500200020006005002000气化炉型式冷壁炉、单喷嘴冷壁炉、四喷嘴热壁炉冷壁炉、单喷嘴进煤方式水煤浆浓度52%泵送煤粉用氮气输送粒度90%999099%有效成份（CO+H2）较高 83%8592%68%8592%净化气中惰性气含量0.5%5%10%(N2+CH4+Ar)5%吨甲醇耗煤量（干, 弛放气氢回收时）1.281.271.51.27电（KWh/吨甲醇）1053665.22366氧气用量较高较低低较低工业化装置数4010多1在中国已投产/在建的工业装置30/101061、/014/41/3环境影响友好友好有污染治理问题友好投资(含空分)较低高(比水煤浆约高80%)较低较高(比水煤浆约高30%)国产化率高低高较高建设周期较短长(比水煤浆炉至少长1年以上)较短较长(比水煤浆炉至少长半年以上)风险分析运行经验多较少较多少风险程度小较大小较大从以上两表中可以看出：煤耗 本工程用于生产合成氨、尿素，气流床气化气中由于含甲烷低，有效气体成分高，煤耗低于移动床气化。这也是为什么近年来所建煤化工装置绝大多数采用水煤浆气化与干粉气化的主要原因之一。氧耗 湿法进料的水煤浆气化法氧耗较高，其次是干粉煤气化，消耗最低的是lurgi炉。公用工程消耗电消耗 干粉气化法最多 lurgi炉最62、少循环水消耗 SHell气化消耗最多 lurgi炉最少锅炉给水消耗 水煤浆法消耗最少 干粉气化最多蒸汽消耗 水煤浆法消耗最少 lurgi炉最多燃料气消耗 水煤浆法不消耗 干粉气化最多CO2气消耗 水煤浆法不消耗 lurgi炉最多锁斗气消耗 水煤浆法不消耗 lurgi炉最多新鲜水消耗 水煤浆法消耗最多 lurgi炉最少从公用工程消耗上看，水煤浆水冷壁使用的公用工程种类少，不需要CO2气，锁斗加压气，吹扫N2、蒸汽等， Lurgi炉，由于是间歇加料及间歇排渣，因而需要CO2气、吹扫N2等、蒸汽消耗是鲁奇炉最高。对于电耗，由于干粉气化需要N2或者CO2气体作为输送气，同水煤浆气化相比，需增加N2或C63、O2压缩机，由于气化气水汽比低，需要在变换工段补充蒸汽提高水汽比，由于干粉气气化压力低甲醇合成压缩机增压机功率大幅提高。所以干粉气，GSP电耗最高。三废排放几种工艺中，水煤浆水冷壁气化三废最少，且排出的废水量少，污染物浓度低，种类少，主要是NH3-N较高，易于处理。特别是由于湿法进料，可以处理部分废水。如变换冷凝液汽提气凝液，其中含NH3约1.2%；MTO排出凝液等均可以作为磨煤水。三废排放最多的是鲁奇炉，废气排放点多，废水排放量大，且其中污染物种类多，浓度高。这种废水处理非常困难，要想达标排放，处理工艺复杂，流程长，投资高，处理1m3鲁奇炉废水投资是水煤浆气化废水56倍，再加上排放量大，其污64、水处理费用是水煤浆水冷壁气化的15倍以上。投资比较 干法气化法最高，其次是GSP气化，投资最少是lurgi炉。比较结论 通过以上比较可看出，作为生产合成氨合成气的气化技术，气流床气化气中由于含甲烷低，有效气体成分高，更有利于生产。水煤浆水冷壁气化工艺是目前使用的先进的煤气化工艺中最成熟可靠，经验最多，国产化最高的工艺，从生产经验、设备制造、施工、投资等各方面综合考虑均具有优势。考虑到本项目气化用煤的灰熔点较高，但采用盈德清大水煤浆水冷壁气化工艺，完全可以解决。根据我们气化装置的特点：规模大，投资较大，装置运行时间长。我们采用最成熟可靠，经验最多，国产化最高的工艺，从生产经验、设备制造、施工、投65、资等各方面综合考虑均具有优势的气化技术。因此采用清华大学水煤浆水冷壁气化专利技术较适宜。 变换工艺方案选择变换装置采用目前先进而又成熟的宽温耐硫变换流程。该装置主要作用是将一部分粗合成气中CO变换成H2，即利用CO和H2O反应生成H2和CO2。变换装置另一任务就是利用废热锅炉回收合成气中的热量，同时分离合成气中的冷凝液。出变换装置的合成气与热回收的粗煤气混合后，温度降至40左右进入下一工序。 净化工艺方案选择目前，合成气中脱除H2S的方法有改良A.D.A法、栲胶法、G-V法、NHD法。脱除CO2的方法主要有改良热钾碱法，NHD法、MDEA法、低温甲醇洗法（同时脱除H2S）等，但对于现代煤化工加66、压气化所产生的水煤气，可供选择的净化方法主要有以下两种选择：低温甲醇洗；NHD脱硫脱碳。低温甲醇洗法属于物理吸收，在低温（-50-60下），溶剂吸收能力大，溶液循环量小，气体净化度高，再生热耗少，操作费用低，能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2，溶液不起泡、不腐蚀，H2S浓缩简单，在原料煤硫含量波动较大的情况下，H2S的浓度也可满足硫回收的要求。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢材，需要引进欧洲或日本的材料，所以基建投资较高，但其最大优点是溶剂价格便宜，消耗指标和能耗均低于其它净化工艺，在大型合成氨厂和甲醇生产厂中普遍采用。 NHD脱硫脱碳工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和67、蒸汽压低，溶剂损失小，再生热耗低，设备材质大部分为碳钢，取材范围广，价格也便宜，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大，电耗高，另外，NHD溶剂对有机硫的吸收能力差，对高硫煤要增加有机硫水解设备。该工艺的主要优点是投资少，能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化方法。 对于本项目，从项目规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑，采用低温甲醇洗工艺专利技术。 硫回收工艺方案选择 目前硫回收工艺技术主要有以下三种：一是生产硫磺的传统工艺技术：改良克劳斯工艺和低温克劳斯工艺。这两种硫回收工艺的硫回收率低，只达94-95%，且尾气需再处理，已很少使用。二是托普索WSA制酸工艺技术，可产高品质的浓硫酸，在世界上已有相当68、数量的工业化装置。三是超优克劳斯硫回收技术 ，该技术的核心是将克劳斯尾气中的SO2通过克劳斯反应器内的催化加氢反原段反原成H2S，然后只将含H2S的尾气经超级克劳斯反应器选择性催化氧化反原成硫元素。加氢不需单独的反应器，且氢气由反应过程本身产生。本项目选择超优克劳斯硫回收工艺专利技术，因它有以下优点：一是硫黄回收率高 ，可达99%或99.5%以上水品。二是装置适应性强，H2S浓度可在23%至93%之间，且无三废处理问题。三是投资和操作费用，投资只有托普索WSA制酸工艺的一半，是克劳斯工艺的75%-50%，且不需要尾气处理装置。四是操作灵活方便。 合成气压缩及氨合成 中小型合成氨厂由于生产能力小69、，合成压力高，因而都是采用往复式压缩机，但是随着生产能力的增加，往复机的单机打气量小，易损件多等缺点日益明显，而离心式压缩机具有单机气量大，泄漏少，运转平稳无脉冲，维修少无需备用等优点。 根据氨合成工段的要求，需设置合成气和循环气压缩机组。合成气/循环气压缩机是合成氨厂的关键设备，压缩机可以采用离心压缩机，也可以采用往复式压缩机，其组合方案为： 离心式 往复式 合成气压缩机 一开无备机 六开一备 循环气压缩机 可以和合成气压缩机合并 单独设置循环机 从以上组合来看，要满足生产需要，往复式压缩机的台数比较多，而离心压缩机每种仅一台就可以满足，两种压缩机方案进行比较。 离心式压缩机和往复式压缩机方70、案比较 序号 项 目 离心压缩机方案 往复压缩机方案 1 压缩机数量(台) 1 4+1/1 2 单机吸入气量(Nm3/h) 合成气：103731 30116 3 吸入压力(MPa(A) 5.2 5.2 4 排出压力(MPa(A) 15.4 15.4 5 单台轴功率(kW) 7000 7000 6 总轴功率(kW) 11000(包括循环气) 9200/950 7 驱动方式 同步电机驱动 同步电机驱动 8 运行方式 全开无备用 6开1备 9 设备投资，万元 2400 2600 其中循环压缩机的流量大，而压比又比较小，如果采用往复式压缩机，所需台数多，压缩机的体积大，占地面积大，而且需要设置备机，总71、体价格要比采用单台离心式压缩机高，故一般不采用。离心压缩机和往复式压缩机相比，具有下列特点： 易损件少，连续运行周期长，操作成本较低。 占地面积小；而往复式压缩机体积大、笨重，占地面积大。 出口气体不含油；往复式压缩机填料函和气缸的润滑均使用油润滑，使一部分油以油气的形式存在于介质中，直接危害系统的安全；离心压缩机的润滑油和密封油不会进入压缩介质，特别是采用干气密封时，介质不会受到任何污染。 流量均匀无脉动；往复式压缩机的出口流量和压力是瞬时变化的，这种变化，会造成连接管道的振动，即使进出口安装缓冲器也无法完全消除。 可以采用同步电机驱动，通过调节阀能够方便调节离心式压缩机的流量。从以上比较可72、以看出，离心压缩机与往复式压缩机相比，设备投资相当(均按国产化考虑)；如加上安装费用，则往复式压缩机方案总投资费用要高于离心式压缩机方案。虽然离心压缩机控制要求高，但运行成本低，连续运行时间长，对于连续操作的合成氨厂来说，是比较有利的。同时，只要加强对制造厂质量控制，该压缩机可以实现国产化。因此在本工程中，合成/循环气压缩机推荐采用同步电机驱动的离心式氢氮气压缩机。冰机制冷剂的选择原则上，沸点为低温的物质均可以作为制冷剂，而实际选用时，则需要选用可以降低制冷装置投资、运转效率高、来源容易、毒性小的制冷剂。对于本项目，由于需要的冷量等级比较低，而后续装置本身产品为氨，有贮存设施，且氨已具有良好的73、热力学特性。因此均采用氨作为制冷剂。正常情况下，以氨为制冷剂的蒸汽压缩制冷循环中，其冷凝可以采用循环水或者空冷。因此，根据本项目制冷冷量等级特点，采用氨压缩制冷。综上所述，本项目采用离心式压缩，氨为制冷剂方案。 尿素工艺技术方案的比较和选择从国内外尿素技术进展来看，适合大型尿素装置建设的技术只有荷兰Stamicarbon公司的CO2气提工艺、意大利Snamprogetti公司的NH3气提工艺和日本东洋公司的ACES工艺。它们也是在世界上建厂数最多的工艺，代表当今尿素技术的发展方向。下面就上述三种工艺技术作一比较。三种工艺的主要工艺指标的比较（来源于日产900吨尿素的报价） 项目 CO2气提工艺74、 NH3气提工艺ACES工艺 合成压力 MPa13-14 15-1617-18 合成温度 180-185 185-190185-190 转化率 % 57 65 68 吨尿素氨耗 kg0.5680.5680.568 吨尿素CO2耗 kg0.7400.7350.750吨尿素中压蒸汽（3.8MPa 过热） t0.9960.890.72吨尿素循环水消耗（温差10）m390.089.0 75 吨尿素电耗 kWh102.0115.0134.0从上表可以看出，三种工艺的吨尿素消耗指标基本相同。三种尿素的工艺特点如下： （1）CO2气提工艺1）流程简单。由于合成工段气提效率很高，减小了下游工序的复杂程度。St75、amicarbon的CO2气提工艺是目前唯一工业化的只有单一低压回收工序的尿素生产工艺。因为流程简单，所以带来许多好处，如操作方便，投资省，可靠性强，运转率高，维修费用低等。2）高压圈工艺在优化理论指导下运行。合成压力采用最低平衡压力、氨/碳比采用最低共沸组成时的氨/碳比（2.95）、操作压力为13.6 MPa、温度为180183、冷凝温度为167、气提温度约190、气提效率为80%以上，这些参数都比较温和，因而采用316L或25-22-2CrNiMo材料即可达到材质耐强腐蚀性的要求，设备制造和维修都比较方便。（3）电耗低。因为CO2气提工艺操作压力比其他气提工艺都低，因而高压氨泵、高压甲铵泵76、的功耗也低。另外，由于气提效率高且没有中压回收工段，没有单独的液氨需要循环回收，甲铵液的循环量也少，因而进一步降低了循环氨、甲铵所必须的功耗。（4）采用池式冷凝器。采用池式高压甲铵冷凝器是Stamicarbon对其尿素工艺的最新改进。池式冷凝器作为初级反应器使合成塔的体积减少了约50%，使尿素框架的高度降低了约20 m。（5）采用脱氢技术。在脱氢转化器中，通过催化燃烧除去原料CO2中的H2、CO等可燃性气体，使高压和低压放空气均处于爆炸范围之外，工艺装置安全性高。（6）工艺冷凝液水解。工艺冷凝液经水解解吸后，其尿素和氨的含量均小于5ppm，不仅降低了氨损失，也消除了对环境的污染。CO2气提工艺77、具有流程简单，设备总台数少，软、硬件费用也相对较低的优点， 90年代后期，Stamicarbon对其尿素技术作了较大的改进和推广，主要是增加了原料气脱氢装置，提高了装置的安全性能；合成塔结构改进、采用高效塔板提高了转化率，降低了合成塔高度及体积；将原立式降膜式甲铵冷凝器改为池式冷凝器，并将其用作初级反应器，减少了合成塔的体积，降低了工艺框架的高度。在此基础上，斯塔米卡邦在1996年5月召开的年会上推出了尿素2000+TM超优工艺，大大地提高了CO2气提工艺的竞争能力。 新型尿素2000+TM工艺包括若干重大改进，从而使新建尿素工厂的投资成本显著降低。其中主要的改进包括:优异的合成塔塔板设计、池78、式冷凝器以及Safurex专门双相不锈钢。2000+TM工艺的主要特点有: 1） 高压合成段的设备数由4台减少至3台； 2） 总体高度由52 m降低至26 m； 3） 因设备集成，昂贵的高压连接管线及喷嘴大大减少，相应地减少了泄漏和堵塞的几率； 4）在立式合成塔顶部，由于大量气体滞留，在合成塔的液面上存在着逆效应，但这种现象在该水平装置中则完全避免，从而为合成部分简便的全自动控制铺平了道路。该逆效应在高框架布置中很严重，在中度框架布置中仍有一定程度的存在。迄今为止，除非采用先进控制，合成段压力以及合成塔的液位都是手动控制的； 5）由于反应器水平布置（如果需要），克服了开车时由分批进料向连续生产79、转换的困难。该工厂用水启动后，逐渐稳定过渡到使用正常原料全面运行； 6）池式冷凝使合成部分对氨碳比（NH3/CO2）波动的敏感程度大大降低； 7）在产生同样量低压蒸气的情况下，冷却面积减少了50%；8）由于框架降低，并且检查水平池式反应器较检查立式合成塔更加便捷，因而反应装置的安全性能提高；9）投资节省10%左右。（2）NH3气提工艺1）合成塔进料NH3/CO2摩尔比较高，CO2转化率较高，从而可减少高压回路以后的循环回收负荷； 2）由于合成系统NH3/CO2摩尔比较高（3.3-3.6）和设备选材恰当（如气提塔采用衬锆材料），大大减轻了设备的腐蚀问题，操作条件要求不苛刻，开车无需专门钝化高压系80、统设备。另外，即使事故停车，可以封塔几天而无需排放（国内企业反映，封塔时间不宜太长）。一般封塔3天再开车后尿素产品仍为白色，这样将减少 NH3及CO2的损失，并可快速开车，大大提高了装置的运转率；3）中、低压分解加压器均为降膜式，操作过程积液量少，即使停车排放，NH3和CO2的损失量也少；4）由于采用了甲铵喷射泵，所有高压设备均可布置在地面上，无需高层框架，可节约投资，大大加快建设进度，施工安装操作维修均安全方便；5）由于有中压分解段，增加了操作的灵活性和弹性，还可以通过改变气提效率和高压甲铵冷凝器的副产蒸汽量来调节整个装置的蒸汽平衡，使之在最佳的条件下操作。6）工艺冷凝液经水解解吸处理后，尿81、素和氨的含量均可小于5ppm，不但彻底消除了污染，减少了氨和尿素的损失，而且处理后的冷凝液还可作为锅炉给水；7）造粒改用转鼓造粒技术，克服了原用喷淋造粒尿素硬度小、粒径小、易结块且从塔顶排放的氨和尿素粉尘污染环境的缺点。该工艺的最新进展为:1）低压放空氨回收。增加吸收塔来回收低压系统放空的氨，可降低尿素装置氨耗，预计每年可回收氨300500t，2）气提塔换热管由衬锆双金属不锈钢材质代替钛材。这种材料可有效地防止冲刷腐蚀；3）BD放空管线及放空烟筒由不锈钢材质代替目前设计的碳钢材料；4）柱式高压氨泵以脱盐水来代替密封油，这样每年可节约油20kL；5）采用转鼓造粒技术，可增强成品硬度，使颗粒增大，82、不易结块。（3）ACES工艺1）合成塔的操作条件最优化；气提塔内结构特殊设计以及分解、分离所需的热量不需外部供应，这些促成了ACES工艺能耗最低；2）该法NH3/CO2摩尔比高，因而转化率也高；3）ACES法在腐蚀性强的地方采用双相不锈钢，各种设备很少被腐蚀，工厂可以连续运转；4）采用申请专利的特殊气提塔，具有高效的CO2气提效率。综上所述，三种尿素工艺技术各有所长，但XX化肥厂在老厂区有一套日产500吨尿素的从斯那姆公司引进的氨气提法生产装置。自1996年建成投产后运行正常，工人和技术人员操作都非常熟悉，消耗很低，拟把此装置搬迁至新厂区，并且再建一套相同规模的装置，以满足氨加工尿素生产的需要83、。 因此，本项目的尿素装置采用斯那姆氨气提工艺技术。 硝酸工艺技术方案的比较和选择1 硝酸生产方法简介硝酸各种生产方法的特征稀硝酸的生产过程根据氧化压力和吸收压力设置的不同，主要有常压法(N)、综合法(N+M)、中压法(M+M)、高压法(H+H)和双加压法(M+H)五种方法。下表给出了各种生产方法的特征。从表可以看出:氨和铂的消耗综合法为最低,中压法和双加压法次之,高压法最高;相对投资费用高压法最低,双加压法次之;在生产规模上双加压法、高压法最宜实现大型化。尾气排放双加压法最优。1.1常压法、综合法我国已将此两种生产方法列入落后和淘汰行列，除个别老厂在运行外，新建装置已不许选用上述两种方法。184、.2全中压法氨的氧化和氮氧化物的吸收均在0.35-0.6MPa压力下进行，此法的特点是:设备较为紧凑，生产强度较高，不需要NOx压缩机，流程比综合法简单，投资较少，酸浓度为53%，能量可以部分回收。缺点是生产强度低，吸收容积较大，尾气中NOx含量较高为2 00010-6，需处理才能达标排放，并且系统设备腐蚀严重。1.3高压法氨氧化和氮氧化物吸收均在0.71-1.2MPa的压力下进行。此法的特点是全过程压力均由空气压缩机供给，不需NOx压缩机，流程简单，设备布置紧凑，基建投资少，特种钢材用量少，生产强度大，吸收率高达99%，产品浓度高(55%-70%)，尾气中氮氧化物含量低，能实现清洁生产，能量85、回收率高。缺点是氨氧化率低，氨耗高，铂催化剂装填量大，使用周期短，损耗亦大，生产成本较高。1.4双加压法双加压法是法国的GP公司最早研制开发成功的，该公司于1958年创建了第一套双加压法硝酸生产装置。国内山西天脊集团于1983年最早引入“双加压法”硝酸生产工艺。双加压法是继全中压法和全高压法后硝酸生产工艺的进一步发展，它集中了中压法氨耗低、铂耗低和高压法成品酸浓度高及尾气中NOx含量低的优点，是目前世界上最先进的硝酸生产工艺。氨的氧化采用中压(0.35-0.6MPa)，氮氧化物的吸收采用1.0-1.5MPa，此法吸收了全中压法与全高压法的优点，并可采用比全高压法更高的吸收压力，对工艺过程更为适86、用。使氨的损耗与铂催化剂的损耗接近常压法，吸收系统采用高压后吸收率高(99.8%)，容积减少，酸浓度高(60%-70%)，生产强度大，经济技术指标最优化，生产成本低，尾气中NOx含量低，是最彻底的清洁生产技术，符合国际排放要求，基建投资适度，能量回收综合利用合理，是最具发展的流程。本项目从经济技术、生产成本、环保等考虑，采用双加压法工艺生产硝酸。3.2 年产30万吨合成氨、30万吨尿素、15万吨硝酸装置流程简述 空分装置本装置空分工序采用分子筛净化空气，空气增压，带中压空气增压透平膨胀机，采用规整填料精馏、液氧泵、液氮泵内压缩，全精馏无氢制氩工艺。原料空气自吸入口吸入，经自洁式空气过滤器，除去87、灰尘及其它机械杂质。过滤后的空气进入离心式空压机，经压缩机压缩到约0.59MPa(A)，然后进入空气冷却塔冷却。冷却水为经水冷塔冷却后的水。空气自下而上穿过空气冷却塔的填料，在冷却的同时，又得到清洗。经空冷塔冷却后的空气进入切换使用的分子筛纯化器，空气中的二氧化碳、碳氢化合物和水分被吸附。分子筛纯化器为两只切换使用，其中一只工作时，另一只再生。纯化器的切换周期约为8小时，定时自动切换。净化后的空气分为二股：一股经低压板式换热器换热后进入下塔；另一股去空气增压机。进入空气增压机的空气分成三股：(1).一股直接由空气增压机一级抽出，约0.7MPa(A)，减压后作为全厂化工生产工艺所需的仪表气与化工88、装置所需工厂空气；(2)一股由增压机中段直接抽出进入膨胀机的增压端增压后，经冷却器冷却至常温进入高压板式换热器，再从换热器中部抽出进入膨胀机，膨胀后的含湿空气与低压板式换热器后的低压空气汇合进入下塔参与精馏。(3).一股空气经增压机末级增压至约7.1MPa(A)后，进入高压板式换热器，与高压液氧（液氮）及返流污氮气体换热，换热后的高压空气经高压节流阀节流后进入下塔参与精馏。空气经下塔初步精馏后，获得液空、纯液氮和污液氮，这三股物流经过冷器过冷后节流进入上塔。经上塔的进一步精馏，在上塔底部获得液氧。主冷凝蒸发器底部抽取液氧经液氧泵压缩后，直接进入板式换热器，复热后出冷箱，进入高压氧气管网。另抽取89、部分液氧，送入液氧贮槽。出上塔顶部低压氮气，经板式换热器复热后出冷箱，进入氮气管网。在下塔顶部获得纯液氮，经液氮泵压缩后，直接进入板式换热器，复热后出冷箱，进入中压氮气管网。另抽取部分液氮送入液氮贮存系统。在上塔中部抽取一定量的氩馏份送入粗氩塔，粗氩塔在结构上分为二段，第二段粗氩塔底部的回流液体经液氩泵加压后送入第一段顶部作为回流液；氩馏份经粗氩塔精馏后得到工艺氩，并送入纯氩塔中部，经纯氩塔精馏后在塔底部得到2ppm O2、3ppm N2的精液氩，该液氩出冷箱后送入液氩贮槽。从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复热出冷箱后分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作90、为分子筛再生气体；一部分污氮气去水冷塔。 水煤浆加压气化工序由煤储运系统来的小于25mm的碎煤进入煤斗后，经煤称量给料机计量进入棒磨机，与一定量的工艺水及添加剂混合，在棒磨机中磨成一定粒度分布的浓度约60%的水煤浆。自流至棒磨机出料槽，由棒磨机出料槽泵送至煤浆槽，再由高压煤浆给料泵送至气化炉，与空分来的氧气在6.5MPa（G）、约1400条件下进行部分氧化反应生成粗合成气。气化炉采用水煤浆水冷壁气化炉。反应后的粗合成气和熔渣一起流经气化炉下部的激冷室激冷后，熔渣固化并与气体分开。激冷后的粗合成气再经文丘里洗涤器和洗涤塔二级洗涤除尘后，温度约239.8、水蒸汽/干气约1.4送至变换工序。溶渣被激91、冷固化后由气化炉下部的激冷室经破渣机进入锁斗，并定期排入渣池，再由捞渣机将固化渣从渣池中捞出装车外送。为了保护工艺烧嘴，在工艺烧嘴的端部设有水夹套，通过水夹套的工艺烧嘴冷却水的循环流动来冷却烧嘴。烧嘴冷却水来自汽包的锅炉水。气化炉水冷壁系统和烧嘴冷却水系统共用一套锅炉给水系统。来自锅炉母管的锅炉水通过液位调节系统送入汽包，汽包中的锅炉水，通过锅炉水循环泵分别送入气化炉的水冷壁系统和烧嘴冷却水系统。由洗涤塔侧面排出的洗涤水经激冷水泵后分成两路，一路去文丘里洗涤器作为洗涤水；另一路去气化炉的激冷室作为激冷水。出气化炉激冷室的黑水与出洗涤塔底部的黑水一起经减压后进入高压闪蒸罐，闪蒸出水中溶解的气体。92、闪蒸后的黑水再经过低压闪蒸罐进一步闪蒸，经二次闪蒸的黑水与黑水循环泵来的黑水一起进入真空闪蒸罐进行两级闪蒸。经真空闪蒸后的黑水经过沉降槽给料泵送至沉降槽沉降分离细渣。沉降后沉降槽底部的沉降物含固量约20%，由沉降槽底流泵送至压滤机，经脱水后的滤饼装车外运，滤液自流到沉降槽。 沉降槽上部溢流清液自流到灰水槽，灰水槽中的灰水经低压灰水泵分为三部分，一部分送至锁斗冲洗水罐作为锁斗排渣的冲洗水，另一部分经废水冷却器冷却后排至污水处理系统进行处理，达到排放标准后排放；还有一部分灰水连同变换冷凝液和高压闪蒸分离器中的冷凝液、补充新鲜水一起送至除氧器。除氧器中一部分灰水经洗涤塔给水泵送至灰水加热器中，与高压93、闪蒸汽换热以后送至洗涤塔作为系统洗涤补充水循环使用。合成气洗涤塔不足的洗涤水由变换工段来的变换高温冷凝液补充。高压闪蒸罐顶的闪蒸气经灰水加热器与灰水换热降温后，再经高压闪蒸最终冷却器进一步冷却后，进入高压闪蒸分离罐，分离后的气体去变换工段的冷凝液气提塔，其中的水蒸汽作为部分气提用汽（气体尾气经火炬放空），分离后的冷凝液返回洗涤塔给水槽。低压闪蒸罐顶的闪蒸汽也回到洗涤塔给水槽作为脱氧加热蒸汽。真空闪蒸罐为上下两级闪蒸，每级顶部的闪蒸汽分别经第一真空冷凝器和第二真空闪蒸冷凝器被循环水冷却，冷却后的气体分别进入第一真空闪蒸分离器和第二真空闪蒸分离器，分离后的气体经惰性气体真空泵和真空泵缓冲罐分离后放94、空。真空泵分离罐分离后的冷凝液进入沉降槽。火炬系统设置在气化工序本项目设一套火炬，用于全厂事故气的排放和开工气的排放。所有工段的事故放空气在工厂外管上汇集成一根火炬气总管。进入立式水封罐、火炬筒体、通过分子封到达火炬头燃烧。另外还有来自脱硫、脱碳装置的酸性气单独管道排放至总火炬头燃烧，防回火方式采用阻火器，其中湿酸性气排放管道用不锈钢材质，干酸性气排放管道用加厚碳钢材质。在火炬气总管和酸性气管道上设有压力开关，有气体排放时，压力开关将信号送至现场PLC（控制盘），由控制盘启动点火程序，用高空点火器点燃火炬。假如高空点火器有故障时，控制盘会向DCS报警，操作人员在现场通过地面密闭爆燃点火装置点燃95、常明灯，由常明灯点燃火炬。 变换工序出气化的粗合成气经分离器分离水份及煤尘后，进入中温换热器温度升高至270进入一段变换炉。变换炉内装有耐硫变换催化剂，在催化剂的作用下发生变换反应，将CO变换为H2，使CO降至8-10%之间，同时放出大量热量使反应后的变换气温度升至440左右进入中温换热器，与粗合成气换热以提高进变换炉的粗合成气温度，降温后的变换气进入中压废热锅炉副产中压蒸汽，再进入二段变换炉，变换炉内同样装有耐硫变换催化剂，在催化剂的作用下继续发生变换反应，使CO降至1-1.5%之间，出二段变换炉的变换气再进入中（低）压废热锅炉副产蒸汽后变换气进入三段变换炉，变换炉内同样装有耐硫变换催化剂，96、在催化剂的作用下再继续发生变换反应，使CO降至0.35%左右，此变换气再进入低压废热锅炉，产生低压蒸汽，变换气降温后进入第一水分离器分离冷凝水后，经锅炉加热器和锅炉加热器降温后进第二水分离器分离冷凝水后依次进脱盐水预热器、变换气水冷器温度降至40，进入第三水分离器，分离了冷凝液后的变换气进入低温甲醇洗脱硫脱碳工序。出第三水分离器的冷凝水送气提塔用高压闪蒸气和蒸汽汽提出溶解在水中的CO2、H2S、NH3后的冷凝液经冷凝液泵送气化工序。122.12.22.2.22.2.3 低温甲醇洗工序来自变换工段的变换气进入本工段与循环气体混合，并在原料气中注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后，气体经原料气冷却器97、与洗涤塔出来的净化气、CO2解吸塔塔顶出来的二氧化碳气和从H2S浓缩塔出来的尾气换热降温，经水分离器分离出冷凝的甲醇、水混合物后，原料气从底部进入甲醇洗涤塔，与自上而下的贫甲醇逆流接触，脱除气体中的H2S、COS和CO2，塔顶出来的净化气经热交换器回收冷量后，送液氮洗工序。从水分离器分离出的甲醇、水混合物经甲醇水分离塔给料加热器加热后进入甲醇水分离塔中上部。在甲醇洗涤塔上部，用来自热再生工段温度较低的贫甲醇液脱除CO2，在甲醇洗涤塔底部对H2S、COS进行吸收，CO2吸收的熔解热部分通过去下游的甲醇带走，再通过循环甲醇冷却器用来自H2S浓缩塔的冷甲醇液冷却循环甲醇及通过3甲醇急冷器用冷冻剂冷却98、循环甲醇，带走部分热量。甲醇洗涤塔底部富含H2S甲醇通过甲醇换热器和1#甲醇急冷器分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液氨冷却。经过冷却，这部分甲醇膨胀至中压进入1#循环气闪蒸罐回收闪蒸出来的H2。来自1#循环气闪蒸罐的闪蒸气经循环气压缩机压缩后，经压缩机后冷却器冷却，在进入原料气冷却器之前并入变换气中。来自甲醇洗涤塔的富含CO2甲醇，先经甲醇冷却器和2#甲醇急冷器，分别被来自甲醇洗涤塔的净化气和冷冻剂液氨冷却，膨胀至中压进入2#循环气闪蒸罐，闪蒸后的闪蒸气再经1#循环气闪蒸罐由循环气压缩机压缩。来自2#循环气闪蒸罐的富含CO2的甲醇先膨胀进入CO2解吸塔顶，在CO2解吸塔中富含CO2甲醇液膨胀后产生99、无硫CO2气体，送往尿素装置作为生产尿素原料气。来自CO2解吸塔的CO2气体经原料气冷却器回收冷量后进入尾气洗涤塔，由从上部喷入的脱盐水进一步除去含有的微量甲醇。从CO2解吸塔中较低的升气管式塔板上抽出来的温度较低的甲醇液送入H2S浓缩塔的中上部，来自CO2解吸塔底部的富含H2S甲醇也进入H2S浓缩塔下段。为了提高装置H2S馏分的浓度，在H2S浓缩塔下部用来自空分工序的低压氮气对CO2进行解吸，同时在塔的上部，用来自CO2解吸塔顶部的另一股没有被用作CO2解吸塔回流洗涤液的无硫甲醇对解吸出来的H2S和COS进行洗涤。出H2S浓缩塔的尾气基本上不含硫，经原料气冷却器换热后与来自CO2解吸塔的CO100、2气一起进入尾气洗涤塔进一步由脱盐水洗去其中含有的微量甲醇和H2S。从H2S浓缩塔升气管式塔板上抽出温度较低的甲醇液作为冷却剂先后用在3贫甲醇冷却器、循环甲醇冷却器及甲醇换热器，在经过循环甲醇冷却器换热升温后进入甲醇闪蒸罐，闪蒸出来的闪蒸气进入CO2解吸塔的底部与来自上部的甲醇逆流接触脱除闪蒸气的H2S组分。来自甲醇闪蒸罐的闪蒸液经CO2解吸塔给料泵加压后进入甲醇换热器作为冷却剂，在此换热过程中产生的闪蒸气在进入CO2解吸塔脱硫之前在CO2解吸塔底部进行分离。从H2S浓缩塔底部出来的富含H2S甲醇经甲醇再生塔给料泵通过2#贫甲醇冷却器、1#贫甲醇冷却器进入甲醇再生塔。在甲醇再生塔中用甲醇再生塔101、再沸器加热产生的甲醇蒸汽及来自甲醇水分离塔的甲醇蒸汽解吸，对富甲醇中所含有的H2S及CO2进行完全解吸，甲醇再生塔顶部气体经甲醇再生塔回流冷却器、酸性气换热器及甲醇再生塔回流冷凝器分别被冷却水、冷酸性气及液氨冷却。冷凝液经H2S浓缩塔底部及经甲醇再生塔回流泵送回甲醇再生塔顶部。离开酸性气分离器的酸性气，通过酸性气换热器加热后作为硫回收工段原料，离开本工序。离开甲醇再生塔塔底经过再生的甲醇在1#贫甲醇冷却器中冷却到42左右，经甲醇收集槽缓冲，再用贫甲醇泵送往甲醇洗涤塔。贫甲醇经水冷却器、2#贫甲醇冷却器、3#贫甲醇冷却器分别与冷却水及温度较低的富甲醇换热冷却，一小部分再生甲醇注入原料气中。来自水102、分离器的甲醇和水混合物冷凝液经甲醇水分离塔给料加热器加热，送入甲醇水分离塔，通过蒸馏将水和甲醇进行分离。该塔由甲醇水分离塔再沸器进行加热，塔顶甲醇蒸汽送甲醇再生塔，而水作为废水排出，送往污水处理系统。甲醇水分离塔所需的回流甲醇由甲醇再生塔再生甲醇提供，通过甲醇水分离塔给料泵，经甲醇水分离塔给料加热器冷却后入塔。大部分循环的再生甲醇，通过甲醇粗过滤器除去甲醇循环系统中的固体及其它颗粒。甲醇粗过滤器位于甲醇再生塔给料泵的下游。进入甲醇再生塔的所需的回流甲醇在进入甲醇再生塔之前要经过甲醇过滤器进行进一步的过滤以除去固体及其他颗粒。来自超优克劳斯硫回收的加氢尾气进入H2S浓缩塔的底部。为了增加去硫回收103、工段的H2S馏分，一部分来自酸性气分离器的酸性气体循环进入H2S浓缩塔的下部。循环的CO2离开H2S浓缩塔塔顶，同时循环H2S用甲醇进行洗涤。为了收集排放甲醇，配置有甲醇排污系统。各个支管将所有导淋排放甲醇的设备连接到总排入放甲醇槽。 液氮洗工序来自低温甲醇洗的大部分净化气，先进入吸附器，将其中的微量甲醇和CO2脱除，以免它们在冷箱内冻结引起低温设备和管道的堵塞，吸附器由二台组成，内装分子筛，一台使用，一台再生，切换周期24小时，由程序控制器实现自动切换；分子筛再生用的气体为低压氮气，再生用过的低压氮气被送往低温甲醇洗工序的硫化氢浓缩塔作气提用氮。经分子筛吸附器处理后的原料气被送入冷箱中的1号104、原料气体冷却器和2号原料气体冷却，在此被返流的氮洗气、燃料气和循环氢气冷却，进入氮洗塔下部，其中所含的如：CO、Ar、CH4等在氮洗塔中被顶部来的液氮洗出。净化后的含有少量氮气的氮洗气自氮洗塔塔顶离开，经过2号原料气体冷却器复热，然后将高压氮气总管来的氮气配入，以基本达到氢氮气化学配比31后，再经过1号原料气体冷却器复热，其中一部分引出至低温甲醇洗工序，交回由原料气体自低温甲醇洗工序带来的冷量，另一部分继续在高压氮气冷却器中复热至环境温度后出冷箱，并与来自低温甲醇洗工序的复热后的合成气汇合，再到精配氮实现正确的氢氮气化学配比31作为产品气送入氨合成工序。高压氮气来自界区外的空分装置，经高压氮气105、冷却器和1号原料气体冷却器被返流气体冷却后，其中大部分经节流直接与来自氮洗塔顶部来的氮洗气混合，基本达到氢氮气化学配比31；其余部分继续在2号原料气体冷却器中冷却并液化，液氮进入氮洗塔顶部，作为洗涤剂，在氮洗塔中将原料气中的CO、Ar、CH4等杂质洗下。氮洗塔底部的液体经过减压，在氢气分离器中闪蒸，气相作为循环氢气，经过2号原料气体冷却器、1号原料气体冷却器和高压氮气冷却器复热后出冷箱，送至低温甲醇洗工序的循环气压缩机加压后再回收利用，由氢气分离器底部排出的液体，经过2号原料气体冷却器、1号原料气体冷却器和高压氮气冷却器复热后出冷箱，作为燃料气送至燃料气系统。净化冰机净化装置单独设立冰机，由电106、机驱动，制冷剂采用氨为制冷剂。将合成氨冷器来的气氨压缩冷凝成液氨，再冷却后送至氨冷器作为制冷介质，循环往复使用。该机组将来自合成氨冷器的气氨经压缩机一段进口汽液分离器后压力为0.04MPa、温度为-40的氨气，经一级叶轮压缩做功后，压力为0.3MPa、温度为116左右的氨气，经一段进口水冷器冷却后，压力为0.3MPa、温度为40的氨气与来自空分装置经过汽液分离后的氨气，一同进入压缩机高压缸进口，经三级叶轮压缩做功后，经二级出口水冷器冷却后，进入高压缸三级，经三级叶轮压缩做功后，压力为1.7MPa、温度为114左右的高压氨气经防喘振冷却器冷却后，分为三路：一路去氨气压缩机出口最终冷却器继续冷却后107、去合成工段的氨冷器，一路在压缩机偏离保护曲线时去压缩机防喘振系统，另一路少量氨气用于本机组的干气密封装置。 硫回收工序l 原料气系统来自低温甲醇洗工序的酸性气首先进入甲醇洗涤塔中通过新鲜水洗涤脱除其中大部分的甲醇，然后从塔顶出来的酸性气体进入酸性气体分离罐，将所含的水分分离出,在分离罐中收集的酸性冷凝液回流到甲醇洗涤塔中。来自甲醇洗涤塔的酸水用酸水泵连续地送到界区外。酸性气体使用酸性气预热器中的中压蒸汽将酸性原料气预热至230，然后再送往主烧嘴，此操作的目的是为了增加燃烧温度。l 热反应段供应到主烧嘴的是来自空分工序的纯氧作为助燃空气，用来增加燃烧温度。在开车和停车时，助燃空气实际上用鼓风机输108、送的。向主烧嘴供应的氧气量要充足，使原料气中的碳氢化合物完全燃烧，并且将要求数量的H2S燃烧，可以保证超优克劳斯反应器出口的H2S含量达到0.6%vol。供向主烧嘴的氧流量是由高级烧嘴控制系统(ABC系统)控制的，这个系统包括两部分:正向输送部分和回料部分。 正向输送部分在计算所需的氧气量时，将测量得到的酸性原料气流量乘以各部分氧气需求量(正向输送控制)，所得到的氧气需求量信号将用于设定氧气供应中的流量控制系统。流量控制系统负责调节两个控制阀的位置。系统可以迅速地调节氧气调节管线上的小控制阀，随后主控制阀会有个延迟动作。最终情况是，氧气调节控制阀的阀位回到最适宜值，通过主氧气管线和氧气调节管线109、的氧气流量对应着酸气供应总量，在平衡状态下氧气设计总量中有大约7.5%是通过氧气调节管线的。 回料部分流量控制系统是通过超级克劳斯反应器上游工艺管线中的H2S 分析控制器 (回料控制)调节，它确保了工艺气体中H2S的含量达到0.6vol%，以便获得装置适宜的硫回收率。燃烧的温度要足够高(大约超过1000)由于原料气所含的可燃物无法达到所要求的温度，所以要通过中压蒸汽来使酸性原料气预热。原料气体也需要分流的，一部分原料（大约25%-35%）从主烧嘴处旁路并直接进入了主燃烧室。为了移走燃烧所产生的热量，气体通过废热锅炉的管束后被冷却，同时产生饱和低压蒸汽。工艺气体中的硫蒸汽经过冷凝后，液硫从气体中110、分离出，液态硫从废热锅炉经硫锁斗送入液硫槽中。l 催化克劳斯段来自废热锅炉的气体通过第一克劳斯反应器上游的第一工艺气体再热器，使气体温度达到催化反应所需的适宜温度。第一克劳斯反应器中含有顶部氧化铝催化剂和底层氧化钛催化剂。通过调节向再热器供应的中压蒸汽使反应器进口温度维持在230C，这样有利于在催化剂底部床层处的COS和CS2转化。在反应器中，工艺气体中的H2S和SO2在催化剂上发生反应直到达到平衡。来自第一反应器的排放气进入第一硫冷凝器中冷却。工艺气体通过第二工艺气体再热器，随后在第二克劳斯反应器（含有氧化钛催化剂，用于COS/CS2的进一步转换）中进行转换。第二克劳斯反应器的进口温度为大约111、211，这比第二反应器的温度要低，目的是促进H2S和SO2能更好地转化成硫。当装置低负荷状态下（低于40%），进口温度需要增加到220-225，防止硫在床层上的冷凝。接下来工艺气体在第二硫冷凝器中冷却。硫蒸气在两台克劳斯冷凝器中冷凝，液硫通过硫锁斗向液硫槽中排放。l 超优克劳斯反应器段来自第二硫冷凝器的气体再次被第三工艺气体再热器加热，以获得在超优克劳斯反应器中催化反应所需的适宜温度（195）。此反应器中含有三种不同类型的催化剂。顶层采用氧化铝催化剂，用于促进H2S和SO2转化为硫。在末级超级克劳斯段，除了H2S以外没有转化其它组分，在送往超级克劳斯段时这些组分代表着回收损失。所以在第二层采用112、的超优克劳斯催化剂，即氢化催化剂，此种催化剂可以将SO2还原成H2S和硫蒸气，最后底层氧化钛催化剂将不需要的组分（比如COS）水解。来自超优反应器的工艺气体进入第三硫冷器中冷却，硫从工艺气体中冷凝后分离，液硫通过直接送到液硫槽。l 液硫的存储在硫回收装置中生产的液硫将存储在地面以下的储槽中。吹扫空气通过空气进口通入液硫槽中，以防止在液硫槽液位的上方因释放出溶解的硫化氢而形成爆炸气雾。空气与硫中释放的微量H2S通过液硫槽喷射器排放出。来自液硫槽的废气向焚烧炉排放。在低负荷状态下，液硫槽中的温度是通过位于槽底部的蒸汽盘管维持在硫凝固点以上。硫磺泵将硫磺从液硫槽向界区外输送，用作进一步处理。l 焚烧113、炉超级克劳斯的尾气(或旁路操作时的克劳斯尾气)和来自液硫槽的放空气中含有的残留H2S和其它硫化物是不能直接向大气排放的，所以这些气体要在焚烧炉中焚烧，使残留的H2S和硫化物在焚烧炉内与过量氧气反应转化为SO2。进焚烧炉的气体与高温废气混合后温度升高，高温气体是在焚烧炉烧嘴处燃烧时得到的。进烧嘴的燃料气流量是通过控制焚烧炉的温度进行调节的，燃料气燃烧时需要的助燃空气由鼓风机供应。风机同时还用于向超级克劳斯段供应氧化空气，废气风道中供应急冷空气以及向热反应段（在开车、停车和热备用的工况下）供应助燃空气。向焚烧炉供应的空气分为三段:（1）主空气流，用于燃料气的亚化学计量燃烧（2）向来自烧嘴的废气中供114、应分级空气，使得燃料气体适当量燃烧（3）用于将可燃物焚烧的二级空气，加上用于创造氧过量（2vol%）环境的空气主空气流是根据燃料气流量按比例控制的，主空气流量为燃料气化学计量燃烧要求量的80%，这就减少了烧嘴中NOx的生成。分级空气流也是通过燃料气体流按比例实施控制的，分级空气的流量被设定为燃料气在理想燃烧时所需流量的130%(用于校正实际的主空气流量)，从而产生过当量的燃烧条件。针对焚烧炉的废气配有一个氧气分析仪并配有一个氧气控制器，来自氧气控制器的信号是二级空气流量控制器的设定值。所以二级空气流是可以供应足够的氧气将工艺气体中的可燃物焚烧，使在焚烧炉废气中的氧含量过量3vol%，氧气过量是115、为了确保废气含有少于10ppm vol的H2S。如果出现了波动情况引起可燃物过量，保护温度控制器将会增加二级空气量，并控制氧气控制器。离开焚烧炉的废气在通入烟道以前，与急冷空气在两段内混合后冷却到300，废气与急冷空气混合后的温度是通过调节急冷空气的供应量自动控制的。急冷空气一部分通过鼓风机供应，由第一次混合后下游温度控制。另一部分的急冷空气是从大气中自然通风抽取得来。 压缩、氨合成、氨库、氨回收.1 合成气压缩合成压缩机用于精制气及循环气的压缩，来自低温液氮洗工序的精制合成气进入离心式压缩机的低压段压缩，经加压后，气体经过冷却等处理后进入压缩机的高压段压缩，氨合成系统的循环气进入压缩机高压段116、中间吸入口与进入高压段新鲜气混合，被压至15.4MPa（绝）进入合成系统。.2 氨合成(采用卡萨里技术或者其它国内外先进技术)（1）合成装置流程简述从液氮洗来的新鲜气在5.10.1MPa（G）的压力下和来自中压氨分离器中的闪蒸气一起进入合成气压缩机。合成气循环机出口的气体压力为14.50MPa(G)，进入进出料气气换热器。在这个换热器中，进料气体与从回路锅炉给水预热器中来的产品气体换热，前者被加热。进料气体的温度由旁路气体控制；旁路气体还同时控制第三床的进口温度。然后进料气体进入氨合成塔；在合成塔中气体在适当的氨合成催化剂的作用下反应，氨浓度提高到大约20.0%（体积比），温度升高至440出合117、成塔进入热回收段。第一床和第二床的进口温度由各个换热器的旁路来控制。所有进入合成塔的气体都通过所有的三个催化剂床。热回收段包括下列换热器：蒸汽过热器、废热回收器产生中压过热蒸汽以及锅炉给水预热器。工艺气从锅炉给水预热器中出来后，进入到进出料气气换热器的管侧，如上加热合成塔进料气，同时工艺气被冷却。接着，气体从进出料气气换热器中出来，进入回路水冷器。在这里气体被进一步冷却。从回路水冷器来的合成气进入到冷气气换热器，在这里通过和来自高压氨分离器的更冷的循环气换热，氨进一步冷凝。气体从冷气气换热器的出口出来后，进入到第一氨冷器，通过蒸发液氨，工艺气被冷却，氨继续冷凝，随后进入第二氨冷器。氨冷凝最终在118、第二氨冷器中完成，然后进入高压氨分离器。液氨在高压氨分离器中分离出来。从高压氨分离器中分离出来的循环气送到冷气气换热器，冷却工艺气，然后送到合成气压缩机的循环段。从高压氨分离器出来的液氨在中压氨分离器内减压。中压氨分离器里出来的闪蒸气循环到合成气压缩机的入口。中压氨分离器中分离出来的液氨分两路送出界区：热氨送去用户或高压氨罐，冷氨送去常压储罐。.3 氨贮存液氨贮存有常压和低压0.4MPa；中压2.02.5MPa三种型式。中压液氨贮存，不需冷冻保安系统及氨输送泵，但压力贮罐造价高。适用于中型氨贮存。考虑到运行和投资的因素，本设计暂推荐低压液氨贮存。为考虑尿素装置检修，确保合成氨装置的正常生产，确119、定存贮量为合成氨生产4天的生产量。选用5000m3低压液氨球罐2台。.4 氨及氢回收氨回收是将液氨中间贮槽和氨库液氨贮罐释放气体中的氨，用蒸氨后含少量氨的残液（软水）吸收，所回收的稀氨水进入氨蒸馏塔进行蒸馏，所回收的液氨送回液氨贮罐。来自合成工段及氨库的贮罐气，进入氨吸收塔底部。由软水贮槽来的软水，经洗涤液泵升压后送入吸氨塔顶部。同时由氨洗涤塔底部出来的12%左右的氨水也进入吸氨塔中部。由氨吸收塔顶出来的尾气经减压送至燃料气系统，塔底出来的氨水送入氨蒸馏塔回收浓度99.5%以上的液氨返回液氨球罐，氨蒸馏塔地的残液供氨吸收塔使用。（2）冰机流程简述 净化冰机利用电机驱动压缩机运转，将甲醇洗来的气120、氨压缩成液氨，再冷却后送至甲醇洗氨冷器作为制冷介质，循环往复使用。该机组将来自净化甲醇洗的气氨经压缩机一段进口汽液分离器后压力为0.04MPa、温度为-40的氨气，经一段叶轮压缩做功后，压力为0.3MPa、温度为116左右的氨气，经一段进口水冷器冷却后，压力为0.3MPa、温度为40的氨气与来自空分装置经过汽液分离后的氨气，一同进入压缩机高压缸进口，经三级叶轮压缩做功后，经二段出口水冷器冷却后，进入高压缸三段，经三级叶轮压缩做功后，压力为1.7MPa、温度为114左右的高压氨气经防喘振冷却器冷却后，分为三路：一路去氨气压缩机出口最终冷却器，继续冷却后分别去空分和净化工段，一路在压缩机偏离保护曲121、线时去压缩机防喘振系统，另一路少量氨气用于本机组的干气密封装置。该压缩机功率3400千瓦，循环水消耗600t/h。 合成冰机利用电机驱动压缩机运转，来自合成氨冷器的气氨经压缩机一段进口分离器，分离掉凝液杂质后进入氨气压缩机，经一段压缩后与段间补气(二氨冷闪蒸器、空分返回气氨和低压储罐的氨气在二段进口分离器中分液后)进二段继续压缩，出二段缸的氨气用水冷器冷却到40，与一氨冷来的气氨混合后，进到氨气压缩机的高压缸继续压缩，出高压缸的气氨，经氨冷凝器水冷到40后，进到氨收集罐，不凝气通过不凝气冷却器回收氨后送火炬系统或燃料气系统。在氨气压缩机低压缸出口设置一条回流路线，回到一段进口分离器的入口，保证122、压缩机安全。另外，在氨气压缩机高压缸出口则设置两条回流路线，分别回到二段进口分离器的入口和三段进口分离器的入口。压缩机入口各段分离器中的液体均通过重力自流会上游设备。为了防止压缩机各段入口温度超过设定值，从氨收集罐出口引出一股液氨分三路分别回冰机的一、二、三段降温，为及时闪蒸的液氨通过压缩机各段进口分离器除去。该压缩机功率3700千瓦，循环水消耗700t/h。 (3) 氨罐区来自氨合成的-4.2冷氨送入液氨球罐储存；液氨球罐内的液氨通过液氨输送泵输送到尿素装置。冰机工段首次开车时，先将液氨槽车送来的液氨输送到液氨球罐，利用液氨输送泵为冰机工段提供开车液氨。在事故状态下，通过氨压缩冷凝机组和液氨123、输送泵可将事故储罐中的物料转输到非事故储罐；储罐检修时，通过氨压缩冷凝机组和液氨输送泵可将被检修储罐中的物料转输到非检修储罐中。根据市场需要，液氨球罐储存的液氨可通过氨压缩冷凝机组装车外运。 尿素装置（采用斯那姆氨气提工艺） 1） 原料的压缩由尿素界区外合成氨装置送来的压力约为0.05MPa的CO2气体，加入少量工艺空气（防腐空气）后进入电驱动的离心式CO2压缩机，加压至15.9 MPa送入尿素合成塔。由合成氨装置送来的液氨，经计量后进入液氨储槽，用液氨升压泵（电机驱动的单级离心泵）将液氨分两路送出：一路送入高压氨泵；另一路送至中压吸收塔。高压氨泵为高速离心泵，将液氨加压至2.1 MPa，送往124、高压液氨预热器，用低压蒸汽冷凝液预热后送入甲铵喷射泵，作为驱动流体，将来自甲铵分离器的甲铵液升压至合成塔压力，氨与甲铵液的混合物进入尿素合成塔，与进塔的CO2进行反应。2） 尿素的合成和高压回收由氨合成送来的约0.105MPa(A)，40的二氧化碳，加入少量空气后进入离心式二氧化碳压缩机。加压到16MPa(A)送入尿素合成塔。由氨合成来的液氨，经过计量后进入液氨贮槽。用液氨升压泵将液氨从液氨贮槽分两路送出：一路到高压液氨泵入口；另一路到中压吸收塔。液氨升压泵为单级离心式，由电机驱动，其压差为06MPa。高压液氨泵为高速离心泵。将液氨加压到22MPa(A)。送往高压液氨预热器，用低压蒸汽冷凝液预125、热。预热后的液氨做为甲铵喷射泵的驱动流体，利用其过量压头，将甲铵分离器压力稍低的甲铵液，升压到尿素合成塔压力。氨与甲铵的混合液进入尿素合成塔与进塔的二氧化碳进行反应。 合成条件为： 温度=188 压力=156MPa(A) NH3/CO2=3.6(摩尔比) H2O/CO2=0.60.7(摩尔比)合成塔内设有塔板，以防止物料返混，保证停留时间均匀，提高转化率和生产强度。出合成塔的反应物到气提塔。气提塔是一个降膜式加热器。所需热量由2.4MPa(A)的饱和蒸汽供给。合成塔的反应产物，在气提管呈膜状向下流动时被加热，由于氨自溶液中沸腾逸出所起的气提作用，使溶液中的二氧化碳含量下降，气提塔顶部的馏出气和126、经过高压甲铵泵-2加压的，来自中压吸收塔的并经过高压甲铵预热器预热过的甲铵液，全部进入高压甲铵冷凝器。在高压甲铵冷凝器中，除少量惰性气体外，全部混合物均被冷凝，汽液混合物在甲铵分离器中分离，甲铵液由喷射泵送往合成塔。从甲铵分离器顶部出来的不凝气体，其中主要组分是惰性气，但也含有少量在冷凝器内未反应的氨和二氧化碳，把这些不凝气减压后，送往中压分解器的底部。在高压甲铵冷凝器内，高压高温的气体冷凝时，可产生0.5MPa(A)的蒸汽。3） 中、低压分解与循环回收采取压力为1.8MPa(A)和 0.45MPa(A)两级分解和循环回收工艺。由气提塔底部排出的残余二氧化碳含量较低的溶液，减压膨胀到1.8MP127、a(A)，进入降膜式中压分解器。在此，溶液中尚未分解的甲铵进一步分解，并增加底部溶液的尿素浓度。中压分解器分为两部分：顶部为分离器，在溶液进入管束之前，在分离器中先释放出闪蒸汽，然后进入管束；下部管束为分解段，残余甲铵在此进行分解。这一反应所需热量，在分解段下部壳程由来自气提塔的2.2MPa(表)冷凝液提供，在分解段的上部壳程由0.6MPa(A)，158的蒸汽提供。在开停车时，可以用2.4MPa(A)的蒸汽作为加热热源。在分解段列管顶部有液体分布器，使溶液在管的内壁形成均匀的液膜。底部排出液的温度为156，压力1.8MPa(A)，含氨量为67(m/m)，二氧化碳为1.02.0(m/m)。从顶部128、分离器排出的含富氨和二氧化碳的气体，送往真空浓缩器壳程。在那里被由碳铵液贮槽来的碳铵液部分地吸收冷凝。这些吸收和冷凝的热量，被用来蒸发尿素溶液的水分，以节省蒸汽。真空浓缩器壳侧的汽-液混合物，在中压冷凝器中最终冷凝。这部分低位的吸收和冷凝热用冷却水移走。在这个冷凝器中，二氧化碳几乎全部被吸收。从中压冷凝器来的气-液混合物，进入中压吸收塔的下部。从溶液中分离出来的气相，进入上部精馏段，精馏段为泡罩型塔板，在此，残余的二氧化碳被吸收，氨被精馏。用纯净的液氨作塔盘的回流液，以清除惰性气中的二氧化碳和水。回流氨是用液氨升压泵从液氨贮槽抽出送到中压吸收塔的。塔底的甲铵液经高压甲铵泵-2加压，再经高压甲铵129、预热器预热后，返回到合成部分的高压甲铵冷凝器。带有(20100)10-6叫二氧化碳和惰性气体的气氨，由中压吸收塔精馏段顶出来，在氨冷凝器中冷凝。被冷凝的液氨和含有氨的惰性气体，送往液氨贮槽；含有饱和氨的惰性气体，被送往降膜式的中压氨吸收塔。在这里与冷凝液逆流接触，将气氨回收。吸收热被冷却水移走。塔底的氨水溶液，经氨水泵返回到中压吸收塔精馏段，惰性气体放空。离开中压分解器底部的溶液被减压到0.45MPa(A)，并进入降膜式低压分解器。此设备分为两部分：顶部为分离器，释放出的闪蒸汽，在溶液进入管束之前，在此被分离；而后溶液进入下部管束。残留的甲铵在此被分解。底部出液中氨含量在I.02.0%(m/m130、)，二氧化碳含量在0.3%1.1(m/m)。所需热量由0.45MPa(A)的饱和蒸汽供给。底部排出液的温度为138。离开分离器顶部的气体与经解吸塔回流泵送来的解吸冷凝液汇合，首先被送往高压甲铵预热器，在这里被部分地吸收和冷凝，然后进入低压甲铵冷凝器。剩余的吸收热和冷凝热被冷却水带走。冷凝液送入碳铵液贮槽。惰性气体在低压氨吸收器中被洗涤后排放。此气体实际已不含氨。用中压穆铵液泵从碳铵液贮槽将碳铵液与中压分解气汇合，送到真空浓缩器壳侧。4） 尿素的浓缩与造粒由低压分解器底部来的溶液，减压到0.035MPa(A)进入降膜式真空浓缩器，在此进一步提高送往蒸发部分的尿液浓度。此设备分为两部分：顶部分离器131、，释放出的闪蒸汽在溶液进入管束之前，在此被分离并送往真空系统冷凝。下部列管式真空浓缩器。溶液进入真空浓缩器，最后残留的甲铵在此被分解。底部尿液浓度由70上升到85。所需热量由来自中压分解分离器顶部的气体与中压碳铵液泵送来的碳铵液在此汇合进行吸收冷凝的冷凝热供给，以节省蒸汽。底部尿液通过尿素溶液泵送往真空部分。进入闪蒸槽的尿素溶液在闪蒸槽内减压至约0.045MPa(A)，使甲铵再一次得到分解，NH3、CO2及相当数量的水从尿液中分离出来。这是一个绝热闪蒸过程，分离所需的热量由溶液本身提供。尿素溶液温度从135降至90左右。至此，气提塔出来的溶液经两次减压和循环加热处理，其中的NH3和CO2已基本132、被分离出来，尿液中尿素含量提高到72%75%(m/m)，进入尿液贮槽。闪蒸槽的真空度主要由一段蒸发喷射器的抽吸来维持。闪蒸出来的NH3、CO2和水进入闪蒸槽冷凝器冷凝，冷凝液进入氨水槽，其中未冷凝的气体，经调节阀与一段蒸发分离器的二次蒸气一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝。尿液槽中的尿液经尿液泵送到一段蒸发加热器，尿液流量由设置在管道上的调节阀控制。一段蒸发加热器是直立管式加热器，尿液自下而上在管内流动，在真空抽吸下形成升膜式蒸发。蒸发所需热量由高压甲铵冷凝器产生的低压蒸汽（有些装置还同时使用二段蒸发加热器来的冷凝液）供给，其温度由温度调节器自动调节加热蒸汽压力来实现。汽液混合物进入一段蒸发分离器进133、行汽液分离。蒸发二次蒸汽从顶部出来与闪蒸槽冷凝器来的气体一起进入一段蒸发冷凝器中冷凝，冷凝液进入氨水槽。在一段蒸发冷凝器中未冷凝的气体由一段蒸发喷射器抽出与二段蒸发第二冷凝器来的气体一起进入最终冷凝器中冷凝。一段蒸发的压力控制在0.030.04MPa(A)，其真空度由一段蒸发喷射器维持，并通过一段蒸发喷射器吸入管线上的压力调节阀调节空气吸入量及一段蒸发喷射器的蒸汽用量来控制。一段蒸发出来的尿液浓度为95%(m/m)，温度为125130，通过“U”型管进入二段蒸发加热器，它也是一个直立管式换热器。尿液在管内进行升膜式蒸发，壳侧用0.8MPa蒸汽加热。二段蒸发压力为0.0030.004MPa(A)134、，其真空度由蒸发喷射器保持。从二段蒸发加热器出来的汽液混合物进入二段蒸发分离器进行汽液分离。分离后的气体由升压器抽出，压力升至0.012MP(A)，进入二段蒸发冷凝器，其冷凝液进入氨水槽，仍未冷凝气体由二段蒸发第一喷射器抽吸到二段蒸发第二冷凝器进一步冷凝，冷凝液进入氨水槽。没有冷凝的气体由二段蒸发第二喷射器抽出与一段蒸发喷射器抽来的气体一起进入最终冷凝器，冷凝液进入氨水槽，最终还没有冷凝的气体进入排气筒排入大气。蒸发系统所有喷射器均以自产低压蒸汽作为动力。离开二段蒸发分离器的熔融尿素浓度为99.7%(m/m)，温度为136142，经熔融尿素泵送到造粒塔顶部的造粒喷头。在其管线上设置有一个三通阀135、，并构成一循环回路，当蒸发系统开、停车或发生故障时，熔融液可通过此循环回路返回尿液槽，俗称“蒸发打循环”。熔融尿液由旋转喷头均匀地喷洒在造粒塔的截面上，其流量可通过熔融尿素泵出口管线上调节阀来控制。喷头旋转时，在离心力作用下喷洒成均匀的小液滴，自上而下，与从塔底自然通风进入的空气逆流相遇，液滴在下降过程中被冷却而固化。造粒塔底的颗粒尿素温度约60，由刮料机将尿素送入下料槽，并由塔底皮带机运送入散库贮存或直接输送到包装工序。5） 解吸和水解系统来自真空系统的含有氨和二氧化碳的水，收集在工艺冷凝液槽中。收集在碳铵液闭路排放槽的碳铵液，用碳铵液回收泵送往工艺冷凝液槽中。在工艺冷凝贮槽中的工艺冷凝液，136、用工艺冷凝液泵经解吸塔废水换热器预热后，送往解吸塔。此塔的操作压力为0.45MPa(A)。解吸塔分为两个部分，下塔由35块塔板组成，上塔由20块塔板组成。上下塔之间安装有一块升气管塔盘。工艺冷凝液经解吸塔废水换热器被塔底流出的净化水预热后，从第45块塔板进料。含有水、尿素和少量氨和二氧化碳的工艺冷凝液，在上塔初步气提后，用水解器给料泵，经水解器预热器，被水解器出来的溶液预热后，送到水解器。在水解器用2.3MPa(A)以上的蒸汽，使尿素全部水解成氨和二氧化碳。由水解器出来的气体减压后进入解吸塔上部，与解吸塔出气汇合，进入解吸塔顶冷凝器冷凝。冷凝液到回流槽，用解吸塔回流泵一路送解吸塔顶作回流液，另137、一路去高压甲铵预热器与低压分离器分离出的气体混合，在此冷凝以预热高压甲铵液。水解后的液体，经水解器预热器换热后，进入解吸塔下塔顶部。下塔利用通入低压饱和蒸汽的再沸器，进一步解吸出氨和二氧化碳。由解吸塔下塔底部出来的净化废水，与进解吸塔的工艺冷凝液换热后，送出尿素界区可做锅炉给水。 硝酸工艺：1）氨空气混合气的制备由界区来的原料液氨送入氨蒸发器中蒸发。气氨送至氨过热器，与氨辅助蒸发器来的热气氨在此混合，加热的热源为低压蒸汽。经过加热的气氨先经过氨过滤器过滤除杂后进入氨空气混合器，然后去氧化炉。氧化空气经空气入口消音器，再经空气过滤器然后入空气压缩机。出压缩机的空气分为一次和二次空气两股气流：一次138、空气去氨空气混合器，二次空气去吸收工序。2）氨的氧化及热能回收氨空气混合气均匀分布于铂网上，进行氧化反应：4NH3+5O2=4NO+6H2O+Q氨氧化反应所释放出的热量及氨空气混合气的显热使气体温度升至860，此气流经安装在下部的过热器和废热锅炉以回收热量，气体出废热锅炉的温度降至400。3）一氧化氮氧化及吸收出废热锅炉的氧化氮流经串联的高温气气换热器，再经省煤器（约156），当温度降低时，混合气中的NO氧化为NO2：2NO+O2=2NO2+Q氧化氮气进入低压反应水冷凝器用冷却水冷却到50，部分NO气在此与冷凝水反应生成约34%稀硝酸，酸气混合物送至氧化氮气分离器，分离出的稀酸用稀酸泵送至吸收139、塔相应浓度的塔板上。分离后的氧化氮气体和来自吸收工序漂白塔的二次空气相混合，在氧化氮气压缩机中压缩至1.1MPa后，经尾气预热器冷却，进入高压反应水冷凝器中用冷水进一步冷却到约40，氧化氮气和冷凝酸一起送入吸收塔底部。在吸收塔塔板上氧化氮气被水吸收而生成硝酸，总反应如下：3NO2+H2O2HNO3+NO+142kcal/kg生成硝酸所需的工艺水由工艺水泵送至吸收塔顶部塔板，吸收塔塔板间装有冷却盘管以移走吸收热和氧化热，通过水吸收后在吸收塔底收集的酸浓度为60.4%，温度42，然后将此酸送入漂白塔顶部塔板，并在漂白塔底部通入二次空气气提出溶解的NOx气体以完成漂白过程。二次空气先在二次空气冷却器140、中被吸收塔尾气冷却到约120送入漂白塔底部，漂白后的气体和氧化装置氧化氮分离器出来的氧化氮气在氧化氮压缩机入口相混合。由吸收塔顶来的尾气送到尾气分离器以除去夹带的雾沫。然后经二次空气冷却器，尾气予热器及高温气气换热器，将尾气加热至360，进行氨催化还原，进一步降低尾气中氮氧化物的含量后，加热的尾气入尾气膨胀机，在此可回收总压缩功的60%，尾气经尾气排气筒排入大气，尾气中含NOx200mg/m3。3.3 主要设备选型方案 概述 工程包括各种反应器、容器、塔器、换热器和机泵等工艺设备。水煤浆气化系统、深冷空分系统、冰机系统、尿素压缩机系统、硝酸机组为成套供应装置。 建议装置的配置（1）气化装置的配141、置：水煤浆水冷壁气化炉：采用气化炉两台，操作压力为6.5MPa,其规格为内径3200mm （2）变换装置的配置：设置一套变换系统。（3）净化装置的配置：设置一套低温甲醇洗、一套液氮洗系统。（4）空分装置的配置：推荐采用一套43000Nm3/h氧气空分装置，空压机、增压机采用电驱动，副产液氩、氧、液氮产品。（5）设置一套硫回收装置。（6）设置一套氢氮气压缩（含循环氢氮气压缩）装置、设置一套合成氨装置。（7）设置一套氨制冷机装置、液氨贮存装置、氢回收装置。（8）设置一套尿素装置（其中大颗粒尿素造粒装置一套、普通尿素造粒装置一套）。（9）设置一套硝酸装置、一套硫酸装置、一套硝酸磷钾肥装置、二套高塔造142、粒硝基复合肥装置、一套喷浆造粒硝基复合肥装置、石膏粉装置。（10）装置中的氨合成冰机机组、合成气压缩机组、二氧化碳压缩机均为电拖动，硝酸四合一机组采用中压过热蒸汽透平驱动。 选材说明和选型原则(1)本项目的各类设备的选材系参考已有的装置的成熟设计进行。在设备用材上，以保证质量、经济合理为原则。 (2)本项目静设备材料选择应经济、合理和安全可靠，因此要求所选用的材料具有一定的强度、良好的塑性和韧性、良好的冷热加工性能及可焊性，并对其所接触的工艺介质具有一定的耐温和耐蚀性。具体选择设备用材时，是根据该设备所接触的工艺介质的组成、温度和压力及工艺介质的腐蚀性等选择合适的材料，使设备能安全可靠地长周期143、运行。 本项目中静设备选材情况说明： 无腐蚀或轻腐蚀的设备选用碳钢类材质或铸铁（包括铸钢），如锅炉给水及中压蒸汽系统的设备。 接触含有CO2的工艺水及其汽液两相共存的设备则采用奥氏体不锈钢，如酸性气体分离器等。 动设备的选型，按工艺需要，在泵的型式、型号、材料、驱动机等方面选择合适的产品，以满足工艺、物料等方面的要求。产品要求技术先进，结构合理，运转平衡可靠，符合标准规范。30万吨/年合成氨30万吨/年尿素15万吨/年硝酸装置设备表： 空分序 号名 称单 位数 量1空气过滤器台12空压机台13增压机台14空压机驱动电机台15增压机驱动电机台16空气冷却塔台17水冷却塔台18常温水泵台29低温水144、泵台210冷水机组或氨冷器台111纯化器台212蒸汽加热器台113增压透平膨胀机组组114低压换热器组115高压换热器组116过冷器组117冷凝蒸发器台118分馏塔上塔台119分馏塔下塔台120粗氩塔I台121粗氩塔II台122精氩塔台123蒸汽喷射蒸发器台124液氧泵（带变频器）台225液氮泵（带变频器）台226工艺氩循环泵台227液氧槽车泵台128液氮槽车泵台129液氩槽车泵台130液氧贮罐台131液氮贮罐台132液氩贮罐台1 气化序 号名 称单 位数 量1气化炉台22碳洗涤塔台23棒磨机台24磨煤机出料槽附搅拌器台25低压煤浆泵（隔膜式）台26煤浆槽（附搅拌器）台17高压煤浆泵（隔膜式）145、台28添加剂槽（附搅拌器）台19工艺烧嘴（三流式）台310汽包台211开工抽引器台212煤称量给料机台213锁渣斗台214捞渣机台215碳洗涤给水泵台216激冷水泵台417渣池泵台418锁斗循环泵台419锅炉水循环泵台420高压氮气罐台121抽引器分离器台222锁斗冲洗水槽台223黑水过滤器台424高压闪蒸槽台225高压闪蒸分离罐台226低压闪蒸槽台227真空闪蒸槽台228除氧器台129澄清槽（附搅拌器）台130第一真空闪蒸冷凝器台231第二真空闪蒸冷凝器台232灰水槽台133分散剂槽台134絮凝剂槽台135分散剂泵台236絮凝剂泵台237冲洗水槽台138磨煤排放池台139冲洗水泵台240磨煤146、排放池泵台241添加剂地下槽台142添加剂地下槽泵台243添加剂给料泵台244真空泵台245低压灰水泵台246澄清槽底流泵台247压滤机台248过滤排放池台149过滤池泵台250电梯台151火炬水封罐台252火炬氮封罐台253火炬头台254火炬塔架套1 55火炬筒个256地面点火器(防爆型)套1 变换 序号名 称单位数量1第一段变换炉台12第二段变换炉台13第三段变换炉台14中温换热器台15中压废热锅炉台16脱盐水加热器台17低压废热锅炉台18变换气水冷器台19煤气水分离器台110第一水分离器台111第二水分离器台112第三水分离器台113排污膨胀槽台114气提塔台115塔顶冷凝器台116氮气147、加热器台117冷凝液泵台118锅炉给水加热器台119除氧器台120冷凝液泵台221低压锅炉给水泵台222低压锅炉给水泵台223中压锅炉给水泵台2 净化（低温甲醇洗）序号名 称单位数量1甲醇洗涤塔台12二氧化碳膨胀槽台13硫化氢浓缩塔台14甲醇再生塔台15甲醇水分离塔台16水分离塔台171#循环气闪蒸罐台182#循环气闪蒸罐台19甲醇收集罐台110酸性气体分离器台111回流液罐台112甲醇闪蒸罐台113排放甲醇收集槽台114甲醇水分离塔进料分离器台115闪蒸气压缩机台116原料气冷却器台1171#甲醇激冷器台1182#甲醇激冷器台119循环甲醇冷却器台120甲醇换热器台1211#甲醇冷却器台12148、22#甲醇冷却器台1231#贫甲醇冷却器台1242#贫甲醇冷却器台1253#贫甲醇冷却器台126甲醇再生塔再沸器台127甲醇再生塔回流冷凝器台128甲醇再生塔回流冷却器台129硫化氢馏分换热器台130甲醇水分离塔再沸器台131甲醇水分离塔给料加热器台132甲醇水冷器台133浓缩塔甲醇泵台234解吸塔给料泵台435再生塔给料泵台236贫甲醇泵台237甲醇水分离塔给料泵台238甲醇再生塔回流泵台239排放甲醇泵台240甲醇过滤器台141甲醇粗过滤器台142贫甲醇粗过滤器台1 液氮洗序号名 称单位数量备注1吸附器台22氢气分离器台1在冷箱内3缓冲罐台14气液分离器台1在冷箱内5再生气体加热器台16再149、生气体冷却器台17火炬气体加热器台18高压氮气冷却器台191号原料气体冷却器台1在冷箱内102号原料气体冷却器台1在冷箱内11气体混合器台1在冷箱内12氮洗塔台1 硫回收序号名 称单位数量1酸性气体燃烧炉台12氢气加热炉台13克劳斯反应器台14加氢反应器台15急冷塔台16废热锅炉台17一级冷却器台18二级冷却器台19三级冷却器台110蒸汽发生器台111急冷水冷却器台112酸性气分水罐台113燃料气缓冲罐台114液硫封台215尾气分液罐台116排污膨胀器台117液硫贮槽台218急冷塔分离器台119加氢气分水器台120燃烧炉空气鼓风机台221氢气压缩机台222酸性水泵台123液硫泵台224循环水升150、压泵台125急冷水泵台226硫磺成型机台1 氨合成序 号名 称单 位数 量1蒸汽过热器台12废热锅炉台13锅炉给水预热器台14高温气-气换热器台15水冷器台16低温气-气换热器台17第一氨冷却器台18第二氨冷却器台19氨加热器台110高压氨分离器台111中压氨分离器台112开工加热炉台113合成气压缩机台114氨压缩机台115排污罐台116氨合成塔及内件套117高压球罐台218常压贮槽台2 冷冻工序（净化和氨合成冰机设备相同）序号名 称单位数量1一段进口分离器台12二段进口分离器台13一段出口冷却器台14二段出口冷却器台15防喘振冷却器台16出口冷却器台17表面冷凝器台1 尿素装置序 号名 称151、单 位数 量1中压吸收塔台12解吸塔台13汽提塔台14中压分解器台15低压分解器台16真空浓缩器台17高压甲铵冷凝器台18高压甲铵预热器台19高压液氨预热器台110低压甲铵冷凝器台111氨冷凝器台112中压冷凝器台113中压氨吸收器台114低压氨吸收器台115 一段真空蒸发器台116 二段真空蒸发器台117 解吸塔顶冷凝器台118 解吸塔废水换热器台119 水解塔预热器台120CO2压缩机台121甲铵喷射泵台222造粒塔台123高压氨泵台224高压甲铵泵台225中压碳铵液泵台226液氨升压泵台227尿液泵台228氨水泵台229熔融尿素泵台230尿液回收泵台231工艺冷凝液泵台232解吸塔回流泵152、台233水解器给料泵台234碳铵液回收泵台235尿素闭路排放回收泵台236尿素合成塔台137水解器台138尿液储槽台139工艺冷凝液储槽台140尿素闭路排放槽台141碳铵液闭路排放槽台142甲铵分离器台143中压分解分离器台144低压分解分离器台145真空浓缩分离器台146液氨储槽台147碳铵液储槽台148一段蒸发分离器台149二段蒸发分离器台150回流槽台151流化转鼓造粒机台152流化转鼓冷却器台153鼓风机台154引风机台155洗涤回收塔台256粉粹机台1 硝酸装置序号名 称单位数量1氧化炉台12废热锅炉 台13NO.1氨蒸发器 台14NO.2氨蒸发器台15氨过热器 台16氨辅助蒸发器 153、台17蒸汽过热器 台18尾气预热器 台19省煤器只110高压反应水冷凝器台111低压反应水冷凝台112高温气-气换热器台113二次空气冷却器台114排污冷却器台115氧化氮分离器台116汽包台117蒸汽分离器台118氨空混合器台119补充循环水槽台120成品酸贮槽台121开工酸槽台122排酸槽台123除氧器台124空气过滤器台125氨过滤器台126吸收塔台127漂白塔台128锅炉给水泵台229锅炉给水循环泵台230冷凝液泵台231循环水升压泵台232补充锅炉给水泵台233补充循环水泵台134成品酸泵台235稀酸泵台236工艺水泵台237空气压缩机台138氧化氮气压缩机台139尾气膨胀机台140154、蒸汽透平台1 第四章 辅助生产装置概述4.1 配电系统概述一、 设计范围 本项目设计范围的供配电、照明、防雷、接地、通讯等，不包括全厂供电外线的设计。 二、标准规范 中华人民共和国国家标准： 3-110KV高压配电装置设计规范 GB50060-92 供配电系统设计规范 GB50052-95 低压配电设计规范 GB50054-95 10KV及以下变电所设计规范 GB50053-94 电力装置的继电保护和自动装置设计规范GB50062-92 电力工程电缆设计规范 GB50217-94 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-92 工业企业照明设计标准 GB50034-92 建筑物防雷设155、计规范 GB30057-94 原中华人民共和国化学工业部行业标准： 化工厂电力初步设计编制原则 CD90A9-89 化工厂电力设计施工图内容深度统一规定 HG21507-92 三、设计原则 1负荷等级 由于本工程的规模较大、工艺连续生产性较强，中断供电将造成较大经济损失。根据供配电系统设计规范GB50052-95，本项目绝大部分用电负荷等级为二级；部分重要的电动阀门、仪表电源、压缩机辅机系统等，若突然停电将造成重大人身事故及重要设备损坏，故这部分负荷为一级负荷；生活设施等负荷划为三级负荷。 2供配电电压配电电压： 高压用电设备：10000V，50Hz，三相三线，中性点不接地； 低压用电设备：3156、80/220V,50Hz，三相四线，中性点直接接地系统； 检修设备：380/220V，50Hz，三相四线，中性点直接接地系统； 照明灯具：220V，50Hz 3无功功率补率 本工程设置补偿装置，使功率因数不低于0.9。 4二次系统 本工程10kV回路采用分布式微机保护，就地安装于高压开关柜上。 5动力用电设备的操作保护 高压用电设备 工艺生产装置10kV高压用电设备，其保护按规范要求配置，采用综合保护器完成；操作为在现场操作箱上操作 10kV 断路器；操作箱上装有电流表、主辅机的信号灯和控制设备，主机在开车前向 10kV 配电室发讯，得其同意后才能启动，停车则可随时操作，10kV 配电室不能开157、车，只能停车。对同步电动机，操作箱上再加装必要的励磁装置仪表、信号灯等。 低压用电设备 380V/220V用电设备的保护用低压空气断路器、熔断器、热继电器等相应的组合，作为短路、过负荷及断相保护；用交流开关（交流接触器、磁力起动器或低压空气断路器）的电磁线圈或失压线圈作失压保护；起动用交流开关一般装于车间变电所或低压配电室，操作则在现场用控制设备操作交流开关。对于45kW以上的电动机回路或生产上有要求的，则在现场再加装电流表或必要的信号灯；对于需集中控制的生产设备，则在集中控制盘或 DCS 辅助操作盘上再加装有关控制和指示设备，现场再装设必要的反映集中控制的指示设备和解除集中控制的设施。 对用158、负荷开关或插座控制的用电设备，则不装设过负荷、断相及失压保护。 6配电线路 厂区内一般均用电缆线路或导线穿管线路。 配电线路一般均采用放射式，但部分检修设备采用链式。高压电力电缆按电压、电流、经济电流密度、敷设环境、使用条件及短路电流热稳定条件选择和校验。所有高压电力电缆一般选用交联聚乙烯绝缘铜芯电力电缆。根据敷设方式和环境条件决定是否带铠装。 低压电力电缆或导线按电压、电流、敷设环境、使用条件及短路电流热稳定条件等选择。所有低压电力电缆选用交联聚乙烯电力电缆，控制电缆一般选用聚氯乙烯护套电缆。根据敷设方式和环境条件决定是否带铠装，控制电缆采用铜芯，动力电缆采用铜芯。 与仪表专业相联系的控制电159、缆采用屏蔽控制电缆。 电缆敷设按条件采用直埋、电缆沟、电缆桥架及构架等方式。电缆敷设在厂房内一般穿可挠金属套管明设，底层则穿可挠性金属套管埋地。 7. 检修电源 金属容器内、检修移动照明采用安全电压36V。移动手持式电气设备强调采用TN S接地保护。按生产装置分区设检修电源箱， 在某些建、 构筑物内必要地点设置检修用插座，由车间变电所或生产装置场所的检修电源箱供电。 检修箱的覆盖半径：一般插座为 20 米、动力插座为 30 米、检修电源箱为 50米。 8. 环境特征及设备材料的选择 生产装置等场所属爆炸危险场所，属爆炸2区。 根据环境特征的不同，电气设备应考虑选用防爆型、 防腐型、 防水型和防160、尘型。 9. 照明 一般照明采用220V安全、节能型灯具。各生产装置场所装设必要的照明配电箱，供照明灯具和插座电源用。工作照明灯具按环境条件、厂房结构及工艺生产装置的条件选型和配置。光源一般选用混光灯、荧光灯等，并满足照度标准要求。 事故照明灯具按环境条件、工艺条件要求及安全要求选择和布置。并用应急照明灯具。一般采用自带蓄电池。 10. 防雷、防静电及接地 所有工艺生产装置及其管线，按工艺及管道要求条件作防静电接地保护，其接地装置一般情况与电气设备工作接地和保护接地共用一个接地装置。 所有爆炸危险场所内的工艺生产装置及其建、构筑物，一般均属第二防雷，考虑防直击雷、雷电感应和雷电波侵入等措施；属161、第三类防雷建筑物，设防直击雷和雷电波侵入等措施，并各设接地体装置。这些接地体在地中与安全接地装置不能满足安全距离要求时，则将两者相联，在整个界区考虑区域性设防，并设防直击雷装置。 变电所变压器中性点直接接地并设接地体。各工艺生产场所均设安全保护接地，其接地装置与变压器中性点接地体相联，必要时再在生产场所周围加装辅助接地体。厂区内所有安全接地体相联，构成厂区接地网。11 供配电设施电源情况园区现有大义110KV变电站和胡集镇驻地35KV变电站各一处。两条高压线均程东北西南走向，其中35KV高压线在园区西侧通过。园区规划设置了四个变电站，其中220KV的变电站一个，主变容量为1230MW，位于煤化162、大道与中心大道交叉口东南；110KV变电站三个。两路电源进线从园区220/10kV变电站引来，正常时两段母线分段运行，非正常时互为提供安全备用电源,从两段母线向各装置、车间变电所及高压电机配电。事故电源：配置一台柴油发电机，供气化等重要工序断电时应急使用，确保生产安全。超过220KW的大型电机采用10KV供电，它的主要用户为空分：空压机、增压机、氢氮气压缩机、氨合成循环气压缩机、氨制冷压缩机、棒磨机、激冷水泵、高压灰水泵、甲醇贫液泵。尿素：CO2压缩机、液氨泵、甲胺泵。循环水系统；循环水泵等。全厂低压设备由各装置分变电所设置不同容量的低压变压器供给。12 电讯设施本工程电讯设施主要有如下内容：163、行政管理电话系统调度电话系统无线电话系统闭路电视系统火灾自动报警系统4.2 仪表控制系统1） 自动控制水平和主要控制方案各装置采用分散控制系统（DCS）在生产装置区设中央控制室对整个每个装置区的生产过程进行集中监视和自动控制。所选用的DCS系统是整个工厂管理和控制系统的一部分，现场仪表检测所得各种工艺参数通过现场监视和控制站连到总线上，实时数据可通过网络接口连接到工厂数据管理网上。各装置的安全联锁系统将由独立于DCS系统的紧急停车系统（ESD）完成。ESD主要用于气化工艺系统安全联锁和全厂联锁。各装置的复杂控制系统，如气化炉的燃烧控制、O2/C比控制等，将在DCS中完成，并辅之以必要的PC处理164、机。顺序控制例如锁渣罐顺控也将在DCS中完成。电驱动的压缩机组检测和控制系统包括温度检测、速度控制、防喘振控制等将采用压缩机专用监测控制系统来完成，并将对压缩机的转速、轴温、轴振动、轴位移、电机轴承温升、电机温升等进行数据处理，传送到总控DCS系统。装置区设置一个中央控制室对整个装置区的工艺过程进行集中监视和控制，中央控制室为密闭型（设中央空调），由操作室、机柜室、工程师站室、电源室、备品备件室及维修室等组成。在压缩机厂房内设置现场小型控制室，安装压缩机组随机配套仪表盘和开车用DCS操作站。2）生产装置对自动控制的要求生产装置工艺从煤贮运开始,包括空分、煤浆制备、煤气化、渣水处理、变换、净化、165、硫回收、氨合成、尿素、硝酸、硝基复肥、公用工程等组成。水煤浆气化过程是在高温高压下进行的，最高压力等级为ANSI 1500LB。水煤浆介质为高粘度非牛顿流体，具有高磨蚀性。氧气是带强氧化性的极危险介质。气化气中的氢气极易燃烧和爆炸，一氧化碳除易燃易爆外，尚有很强的毒害性。所以，煤气化工艺过程为高度易燃易爆连续生产过程，PDP开发商定为TUV56级安全等级，生产线布置在敞开式的框架内，防爆等级为II区T4组。由上，确定本项目采用集中控制的方式，在装置的中央控制室使用DCS进行检测和自动控制，并采用独立的符合TUV56级安全等级的ESD系统完成煤气化和全装置的安全联锁保护。 设置可燃和有毒气体检测166、系统，当装置内的可燃和有毒气体浓度超过要求时，发出报警信号。另外，煤气化和灰渣处理工段的黑水和灰水中含有较多的灰渣颗粒，其中并含有较高的氯离子和硫化物离子，具有较强的腐蚀性，对仪表材料的选用提出较高的要求。装置的生产过程存在固体物料，需要选用测量和控制固体物料的仪表。空分装置、冰机、氨合成、尿素、硝酸设有压缩机组，它们与生产过程有紧密的联系，压缩机组的检测和控制在中央控制室进行。3）生产过程自动控制水平及仪表选型原则 自动控制水平生产装置工艺过程决定了必须隔离和集中操作和控制，所以，本设计拟采用当今世界上可靠而先进并且便于操作和编程的DCS系统在装置中央控制室对整个装置生产过程进行监视和自动控167、制。并对一些顺序控制过程如气化炉渣锁排渣过程进行程序控制。主要的和重要的工艺参数集中到中央控制室由DCS系统显示和控制。不重要的工艺参数，其设定点不经常调整的参数，采用就地显示和控制仪表。必须在现场操作和监视的机组或设备，则在机组或设备附近的现场安装仪表或操作盘，例如压缩机、大型机泵等。生产装置的安全联锁系统主要包括气化工艺安全联锁和全厂联锁，将由独立于分散控制系统（DCS）的紧急停车系统（ESD）完成。根据工艺PDP要求，紧急停车系统（ESD）选用符合TUV安全认证的三重化冗余可编程逻辑控制器（PLC）独立承担，ESD带有显示器（CRT），编程简单容易。系统能区分第一事故，并发出声光报警。系168、统具有事故追忆功能，发生联锁后，自动高速记忆事故前后的现场状态，并可按事件顺序打印出来，以便分析事故原因。蒸汽透平驱动的压缩机组检测和控制系统包括速度控制、防喘振控制等将采用压缩机专用监测控制系统来完成，并可将压缩机的转速、轴温、轴振动、轴位移进行数据处理，传送到全厂机械管理系统。 仪表选型原则选用的仪表将是可靠的、先进的和准确的，以保证装置安全正常操作和维修方便。除一些就地气动控制器和随设备成套的特殊测量仪表外，通常仪表采用电子型。位于危险场所的仪表选型应适应有关的区域等级划分，并适合气体分组及温度等级，原则上采用本安型仪表，为此，模拟信号和开关量信号要与安全栅相配。所有现场仪表是全天候的，169、最低相当于IP54的要求。a) 温度仪表一般热电偶应为K型/2级，热电阻为Pt100/A级，温度计套管用于热电偶、热电阻、双金属温度计和压力式温度计。但还有一些专用温度仪表如：气化炉炉壁表面温度监视器、气化炉体、煤筒仓的温度元件选用特殊的多点式。b) 压力仪表就地压力表一般采用波登管型测量元件，根据工艺介质要求采用弹簧管、隔膜和膜盒型。压力或差压变送器将采用智能型电容式或扩散硅式。c) 流量仪表DN40或更大口径的管线的流量测量一般采用标准法兰取压孔板,高压和过热蒸汽或腐蚀性流体采用标准流量喷嘴,浆液管线采用文丘里管或电磁流量计,低压和大尺寸管线采用阿牛巴流量计。用于仪表吹扫的管线采用转子流量170、计，用于原料和产品的计量采用容积式流量计。煤计量采用称重传感器和皮带称测量。d) 液位仪表生产装置所有带压设备液位测量当量程不大于1500mm且洁净的介质将采用浮筒液位计,浮筒液位计不适用之场合将采用差压变送器,对于具有腐蚀、结晶、易气化和带悬浮物的液体液位则采用隔膜密封法兰式差压变送器。煤筒仓的物位测量采用超声波式料位计。渣水介质液位测量采用射频导纳式液位计。就地指示用磁浮子式液位计。e) 分析仪表洗涤后的合成气中CO、CO2、CH4和CO变换出口的CO气体分析、循环合成气分析和低温甲醇洗脱除的酸性气体出口CO2气体分析将采用红外线吸收型分析仪，硫磺回收的H2S气体分析将采用紫外线型分析仪。171、洗涤后的合成气中H2分析采用热导式分析仪。f) 调节阀和切断阀调节阀通常使用气动薄膜型，一般用途采用截止阀。根据工艺条件的需要，分别选用球阀、角阀、蝶阀、三通阀。其中气化工段的渣阀选用特殊材质和型式的调节阀。自力式调节阀用于控制精度要求不高的地方。电磁阀用于控制调节阀的气动信号，在联锁发生时使调节阀动作到安全位置。切断阀一般采用气动球阀，按照工艺要求选取适合介质的材质。氧气切断阀可考虑采用柱塞阀的可能性。切断阀将采用可靠的气动和电气附件，以适应联锁和程序控制的要求。g) 有毒和可燃气体分析由于装置存在CO、H2S、H2、NH3、CH3OH等有毒和可燃气体的可能，因此，在现场设置检测有毒和可燃气172、体浓度仪表，将信号传送到在控制室设置的气体报警系统盘上，并按需要将信号引入DCS系统。h) 其他仪表气动调节器、皮带输送机的拖拉开关、跑偏开关和速度开关，用于联锁的压力、温度和流量开关等都将被采用。4） 主要的检测及控制方案本装置主要控制通过DCS和ESD系统完成，系统由操作站、控制站、打印机、辅助操作台、通讯总线、外围设备、相关的接口和三重化冗余的PLC组成。DCS和ESD系统安装于装置的中央控制室，对装置的工艺过程进行集中监视，并对重要参数进行分散控制。各装置对一般的控制参数进行单回路PID反馈控制，部分较重要的参数采用比值控制、串级控制和选择控制，对特别重要的工艺过程设计复杂控制系统，如173、气化炉的气化气组分分布状态与燃烧控制、气化炉氧/煤比控制、水煤浆质量流量的测量和控制、工业自动分析数据处理和控制，这些都将在DCS中完成，并随着装置的运行情况探求出装置的优化控制条件。5） 保证自动控制系统运行的主要安全技术措施按照工艺要求选用适合介质特性的有运行业绩的可靠现场检测仪表和调节阀，尤其是担当联锁和顺序控制的切断阀。氧气调节阀和切断阀必须按照相应标准严格选用。现场检测仪表必须具备相应机构认证的防爆合格证，并符合防护标准。DCS系统应有同类工厂长期运行业绩，操作使用和编程容易、方便。控制回路采用1：1冗余系统。ESD系统保持与DCS系统独立，输入元件和仪表单独设置，重要联锁采用双重元174、件或三重元件，采用2/3逻辑。ESD采用经国际机构认证的3重冗余系统，确保安全系统可靠运行，从而保证装置设备和人身安全。装置设计经防火认证的可燃和有毒气体检测系统。仪表电源采用双回路输入的UPS电源。仪表气源设计3重保安。仪表电源和气源设计3重变送器检测，采用2/3逻辑，引入联锁系统。本设计选用可靠的仪表材料，如仪表阀门、电缆、接线箱等，精心进行仪表安装设计，设计可靠的仪表接地系统。6） 设备成套供货仪表压缩机随机仪表盘（含监视、报警、安全联锁、操作仪表和按钮开关等）集中安装于压缩机旁控制柜内。与工艺有关的蒸汽管线和工艺物料管线的测量和控制参数等则引入DCS系统集中监视和控制。与全厂联锁系统有175、关的信号通过硬接线与全厂联锁ESD系统连接。DCS与设备成套供货仪表的分界在仪表或成套仪表盘的外接线端子，ESD与设备成套供货仪表间互相提供隔离的无源干接点。大型机泵和设备设就地控制盘，如煤浆给料泵等。7) 仪表动力供应和公用工程消耗 仪表电源装置分散控制系统（DCS）、紧急停车系统（ESD）和主要现场仪表采用双回路输入的不间断电源（UPS）供电，在电源事故期间，UPS电池至少可供系统正常工作30分钟。估计UPS容量为150x3 KVA。 仪表气源仪表气源要求无油、无尘、干燥、洁净的压缩空气，含尘径：3m含油量：10mg/m3压力：0.60.7MPaG露点温度：-50。用量：5000Nm3/h176、。仪表用压缩空气设置空气贮罐，其容量应能保持在气源中断时，维持仪表正常工作515分钟。仪表气源一般使用空分装置干燥空气，设立压缩空气站作备用，并作为开车期间的气源。 其它仪表吹扫需要高压氮气和高压密封水。仪表保温伴热需要低压水蒸气。4.3 给排水设施概述本项目供水、排水依据园区统一规划，由园区统一筹化。（1）设计依据建筑设计防火规范及局部修订条文 GBJ16-87（2000） 石油化工企业设计防火规范及局部修订条文GB50160-92（1997） 室外给水设计规范及局部修订条文 GBJ13-86（1997） 室外排水设计规范及局部修订条文 GBJ14-87（1997） 工业循环冷却水处理设计规177、范 GBJ50050-95 工业循环水冷却设计规范 GBJ102-87 低倍数泡沫灭火系统设计规范及局部修订条文GB50151-92（2000） 石油化工污水处理设计规范 SH3095-2000 寒冷地区活性污泥法处理设计规程 CECS1112000 （2）设计范围 本设计包括厂区的室内外给排水系统、循环水系统、污水处理站、罐区喷淋冷却水系统、消防用水系统的设计。(3). 设计原则污水处理、循环水处理等采用成熟、先进、可靠的工艺。控制水平适中，手动和自动控制相结合，符合国情。在可靠的前提下，尽可能利用国内技术与设备，达到低能耗、低成本。严格执行国家有关法律法规，强制性设计标准及规范，符合安全生178、产、保护环境、节约能源和节约用水的要求，便于施工、维修和操作管理。给水方案以节约用水为原则，合理利用水资源。循环水采用较高的浓缩倍数，以减少排污量，从而减少新鲜水补充量。排水以清污分流为原则，生产、生活污水需进行生化处理达标后送厂区总排水口排出界外。循环用水、节约用水、降低资源消耗、装置分级计量、采用新型管材、采用节水设备、实施循环经济可持续发展战略。（4）给水水源 根据开发区规划，于开发区北部煤化大道与铁路南路交叉东北处已建设工业水厂一座，供水能力为10万m3/d。供水水源利用北大溜河的地表水，北大溜河从开发区内穿过，属引湖河道，水质可达到人畜用水标准，可供水量14.4万m3/d，开发区远期179、2020年总需新鲜水量为8.7万m3/d，能够满足开发区的用水需求。备用水源：由于北大溜河枯水期无水，为保证开发区的用水安全，拟采用新万福河作为备用水源。新万福河属南四湖大型骨干河道，距开发区水厂位置约6.5km，流经XX县境内段长30.9km，河宽5464m，常年水位在34.2m以上，目前供水能力达到216万m3，作为后备水源十分可靠，调水采用管道输送，需铺设管网6.5km。 因此供水可靠。本项目生产给水水源较丰富，园区把新鲜水送至本项目界区外1米处。（5） 厂区给水本项目根据生产、生活用水对水质的不同要求，厂区给水系统划分为以下三个系统：生活给水系统、生产给水系统、稳高压消防给水系统。 生180、活给水系统生产人员生活用水量采用50升/人班，平均小时用水量约5m3。考虑分析化验等用水，生活用水量按照：平均小时用水量约10m3，最大小时用水量约15m3。 生产给水系统设置本工程循环冷却水耗量为26687m3/h，来自于循环水系统的管网。各工序用循环水统计如下表：名称工序耗量（m3/h）备注1空分33602气化50003变换10004脱硫脱碳6005硫回收1006冰机1300含净化和合成冰机7合成氨52008尿素装置42509硝酸及硝基复肥装置5877合计26687 消防系统设置本项目为新建项目，消防依托济宁化工园区的消防站。XXXX化工有限公司建设地下消防水管道及地面消防设施。（详见第十181、一章消防专篇）（6）厂区排水根据清污分流的原则，排水系统分为：生产生活污水系统、洁净废水系统、雨水系统。 生产生活污水系统生产污水系统主要收集工艺装置生产污水、装置地面冲洗水、生活污水。生活污水先经化粪池处理后与其他污水经管道收集后送至污水处理装置处理后，送回用水处理装置处理达标后作为循环水补充水。在厂区建设一座生产污水预处理站，把预处理后的符合园区接口标准的污水送往园区已经建成的集中污水处理厂处理。 洁净废水系统装置区内循环水站和除盐水站排放的洁净废水，经管道收集后送回用水处理装置处理达标后作为循环水补充水，以节约用水。 雨水系统厂区洁净雨水经管道收集后就近排入厂外沟渠。 初期雨水及消防排水182、收集系统各工艺装置内设置初期雨水及消防排水收集系统，装置内排水收集系统由排水沟、集水井和切换阀门组成，装置区内初期雨水和后期雨水由切换阀门分别引入厂区污水管线和雨水管线，系统初期雨水及消防排水经收集后汇入厂区污水管线排入厂区事故污水池收集，然后送入污水处理系统处理。4.4 采暖、通风概述采暖、通风专业包括以下系统：采暖系统通风、空调系设计综合指标如下：空调、通风设备装机容量： 800kW4.5 热力设施概述本项目不建设锅炉房，考虑设置一台开工锅炉或由园区热电站外购开工所需蒸汽。（另见蒸汽消耗和平衡）冬季采暖全部采用热水采暖。脱盐水站1） 概述 根据全厂蒸汽平衡，本项目脱盐水站按 300 t/h183、（包括自用水）的出力设计，另建 100t/h 凝结水处理装置。为便于调节水量，系统设置2套的反渗透装置并联运行，运行时通过水箱水位调节反渗透装置投运的套数，满足工艺装置连续供应要求。2） 工艺选择 脱盐水系统选择反渗透工艺技术，该技术较为经济合理，自耗水量少，运行安全可靠，操作简单。可实现节能降耗与治污增效的有机统一。脱盐水出水水质脱盐率98 回收率75SiO2 20g/L Cl一5m的颗粒，以防止其进入反渗透系统，避免高压泵叶轮受损及颗粒经高压泵加速后，可能击穿反渗透膜组件，造成大量漏盐情况。出保安过滤器的水经高压泵进入反渗透本体装置压力容器内的膜组件，水分子和极少数阴阳离子透过膜层，经收集184、管道集中后进入脱盐水箱；浓水排入浓水收集箱。系统的进水、产水和浓水管道上都装有一系列的控制阀门、监控仪表及程控操作系统，确保设备能长周期安全运行。为便于调节水量，系统设置2套的反渗透装置并联运行，运行时通过水箱水位调节反渗透装置投运的套数。反渗透清洗系统：清洗的作用是根据反渗透膜运行污染的情况，配制一定浓度的特定清洗溶液，清除反渗透膜中的污染物质，以恢复膜的特性。冲洗系统：冲洗的作用是用反渗透脱盐水置换反渗透膜中停机后滞留的浓水，防止浓水侧亚稳态的结构物质出现结垢现象，以保护反渗透膜。4.6 土建工程概述1）设计范围本工程为新建项目，结构设计包括空分、煤浆制备、煤气化、变换、低温甲醇洗、液氮洗185、硫回收、氢氮气及氨合成气循环气压缩机、氨制冷、氨合成、氨贮罐、尿素、硝酸、硝基复肥、循环水、火炬等主要生产装置及公用工程（变、配电室、消防水、污水处理系统）等设施。2）地基处理方案选用根据建(构)筑物安全等级甲、乙、丙不同等级的要求，以及当地习惯作法，选择不同的地基处理方案。3）建构筑物结构型式本工程设计要考虑到气候的特点，结合工艺要求，合理地进行方案选择，同时考虑到当地的习惯做法及常用构件，做到技术先进，经济合理，安全适用，确保质量。在结构选型上，排架采用装配式钢筋混凝结构，框架采用现浇钢筋混凝土结构，管廊(架)采用钢筋混凝土柱，上部结构采用桁架式或纵梁式钢结构。本工程主要建构筑物包括空分186、装置基础、磨煤厂房、气化框架、冰机厂房、氢氮气及氨合成循环气压缩厂房、氨合成厂房、尿素厂房、硝酸厂房、硝基复肥厂房、办公楼、变、配电室、综合楼（含控制室）等。建筑物的构件选材耐火极限均按建筑设计防火规范GB50016-2006的有关规定执行。空压机、增压机、净化冰机、合成压缩机、氨合成冰机、尿素压缩机、硝酸四合一机组等基础采用现浇钢筋混凝土构架式基础。综合楼采用钢筋混凝土框架结构，现浇钢筋混凝土梁、屋面板、楼板、柱，采用钢筋混凝土基础。根据工艺生产的特征，对有较大设备负载的承重结构，生产装置采用钢筋混凝土框架结构、框排架结构或钢框架结构；对高大且负载较大的构筑物，采用现浇钢筋混凝土结构或钢架结187、构，对规模不大、负载较轻的辅助设施等可采用混合结构。本工程具体的基础选型应根据详勘报告及荷载情况进一步确定。4.7 总图运输概述（1）总平面布置原则和方案总平面布置要求：本项目根据工艺布置的要求，按生产流程合理、布置紧凑、节约用地的原则，功能分区合理、紧凑、管线短捷、顺畅。建构筑物布置间距要符合，化工企业总图运输设计石油化工企业设计防火规范建筑设计防火规范等有关规范要求。与社会周边环境友好衔接，与建设地点交通运输规划、公用设施现状相协调，避免人流和货流的交叉，为职工创造良好的工作条件和生活环境。根据生产工艺流程的特点，满足生产工艺流程的要求，考虑工程地质和环境影响因素，遵守现行各项技术规范、标188、准，紧凑布置，节约用地，尽量节约工程投资。根据原则，在生产设备、工艺条件、操作条件和自然条件许可时，生产装置露天化、联合布置；生产类别及性质相同或相近的建构筑物合并。空分在主导风向上风处。高压变电所应要靠近用电负荷中心。根据工厂的组成和用地要求，合理布置地下管线和管廊，合理分区和布置建筑物、构筑物和道路。仓储设施的布置，按储存货物的性质和要求，尽可能靠近原料和成品的装卸地和用户，减少二次倒运。气化装置要紧邻卸煤仓和煤筒仓，减少厂内运输。生产管理和生产服务设施，应满足生产需求，根据其使用功能，分别进行平面、空间的合理组合，设计成多功能、大体量的综合性建筑，在满足使用功能的前提下力求降低造价，节约189、建设资金，做到经济合理。在满足厂区环境美观的基本要求下，进行绿化规划设计，绿地面积按国家有关规定规划设计。满足国家现行的有关规范、规定要求。1）总平面图设计必须贯彻国家颁布的有关方针、政策，尽量节约用地，考虑发展，留有余地，采取联合紧凑的布置。2）总平面图设计必须符合工艺流程及其运输要求，使流程合理，管线、道路短捷、畅通。3）总平面图设计必须结合地形、地质等条件，减少土方工程量。4）总平面图设计必须符合防火、防爆、卫生等条件，满足有关规范要求。（2）总平面布置道路规划厂区道路采用城市型混凝土路面构成形式。装置区内地坪采用混凝土地坪，厂区主要及物流道路宽为15米，其他主要道路宽为10米，甲类厂房190、距厂内主要道路为10米，次要道路路边大于5米。另外，总图中，消防通道的宽度均为6米，其转变半径为12米。厂区主管廊和主要地下管线根据工艺流程沿主干道两侧布置。厂区设置四个对外的出入口，人流口一处、货流口三处。人流口设置在厂区围墙东侧南面；物流口设置在厂区围墙南侧西面和厂区围墙东侧，原料煤的出入和产品原料的出入分别从不同的货流口。这样整个厂区实现了人流、物流分离，可较好的保持厂区的洁净和良好交通秩序，便于管理，确保安全。（3）总图运输方案现园区对外交通规划为：1）高速公路高速公路是结合山东省高速公路网建设而确定的，县域范围内规划形成“一纵、一横”的格局：其中“一纵”即济徐高速公路，通过园区的东侧191、。济徐高速公路徐州段计划2012年建成，全线大约2014年通车，通过XX县东北部，并在鱼台县罗屯乡设有出入口，该高速公路的建成，将使园区与其他区域之间的交通更加密切。“一横”即菏（泽）枣（庄）高速公路，向西延伸至菏泽境，东接枣庄滕州南，接通日照港，未来成为山东省环省高速公路南段的一部分。2）铁路专用线考虑园区发展的需要，为降低企业的运输成本，增强园区的对外流通联系，在园区东侧规划铁路专用线，直接为园区内产业企业的流通服务。铁路专用线从日菏铁路引出支线，近期进入规划的仓储物流区，直接到达园区，并在端头设置铁路货场；远期考虑连接日菏铁路与陇海铁路，并且逐渐增加客运功能。3）公路105国道105国道192、是XX县发展的轴线，对XX县发展起着巨大的作用。即是园区对外联系的通道，也是园区的生活区与生产区联系的重要通道之一。规划中将105国道区段升级拓宽，并在东侧设置辅道，减少园区对其的交通干扰。南谢路南谢路是县乡公路，羊山卜集之间的干道，规划中进行适当改线，将其东侧作为园区的南外环，并且升级改造。港口现状北大溜河东段是七级航道，规划中，考虑到运输的需要，将其升级改造，通航能力达到五级。在园区中心大道两侧位置设置港口。本项目所在化工园区紧邻北大溜河、105国道，因此具有便利的水路、陆路运输。济宁地区社会运能尚有很大余量，利用社会运能比自备运输车辆运输更经济，故本工程原料运输全部委托有相应运输资质单位193、承担，成品运输全部为用户自取，无需新增运输设施、设备及运输定员。 第五章 项目发展规划、产业政策和行业准入分析35.1 产业政策分析为推动大型化工集团开展战略合作，优化产业布局和上下游资源配置，增强国际竞争力。引导大型能源企业与化工企业组成战略联盟，实现优势互补。符合国家石化产业调整和振兴规划，属于国家鼓励支持的项目。根据中华人民共和国国民经济和社会发展第十二个五年规划纲要； 山东省国民经济和社会发展第十二个五年规划纲要；产业结构调整指导目录(2005年本) ；石化产业调整和振兴规划；园区总体规划等国家及地方性的政策法规和相关指导性意见可以看出：山东省及济宁市政府对在济宁市化工园区发展建设以煤194、化工为核心的循环经济，形成项目之间的上下游产品链接是持肯定态度的，是山东省的规划方案的重要组成部分。山东省国民经济和社会发展第十二个五年规划纲要明确提出：加强煤炭资源勘探，开拓省外资源市场，控制省内资源开发强度，大力开发和推广洁净煤、煤气化和煤液化技术，发展煤炭深加工，重点搞好巨野和济宁矿区外围开发，加快曹县煤田资源勘探，做好黄河北矿区开发论证和条件适宜矿井建设前期准备，建立省内大型煤炭集散基地。鼓励省内企业通过联合开发等途径，加快在省外建立稳定的煤炭供应基地。项目建设符合山东省化学工业“十二五”发展规划发展目标：调整优化产业布局结构。有效整合煤炭、水、土地、人才等各类资源，加强技术研发，延伸195、产业链条，完善产业配套，集聚式发展煤化工产业。依托骨干企业，以先进煤气化为先导，稳步发展清洁能源、碳一化工、煤基烯烃、新型合成材料四大产业链，加强与石油化工的结合，建设滕州、薛城、山亭、邹城、兖州、XX、菏泽开发区和巨野、郓城、新泰十个现代煤化工园区。结合城市规划搬迁改造型化工园区。以有关经济开发区中的化工区为依托，集中进行化工企业搬迁，并依产业链关系合理布局和进行产品升级改造、企业优胜劣汰。以搬迁改造为机遇，高起点、规范化地建设符合其内在要求的化工园区。调整优化产业和产品结构。着重改造提升工艺装备，加快原料、动力、产品“三项结构”调整，加强节能降耗、环保、安全生产“三项重点”改造，加快企业整196、合，提高复合率和利用率，发展缓控释肥。大力实施品牌战略，增强骨干企业竞争力。氮肥行业加快采用先进煤气化技术改造原料结构，改造优化造气、压缩、净化、氨和尿素合成等工序，加强能量梯级利用和废煤、煤渣和煤粉利用。5.2 行业准入分析根据中华人民共和国国家发展和改革委员会令第12号外商投资产业指导目录（2011年修订），该项目属于该目录中“三、（二十三）：1. 洁净煤技术产品的开发利用及设备制造（煤炭气化、液化、水煤浆、工业型煤）为鼓励类”。项目建设符合国发200938号关于抑制部分行业产能过剩和重复建设引导产业健康发展的若干意见（二）产业政策导向煤化工：“对合成氨和甲醇实施上大压小、产能置换等方式，197、降低成本、提高竞争力”的要求。项目建设符合国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知（发改产业2011635号）提出：“对合成氨和甲醇实施上大压小、产能置换等方式，提高竞争力”的要求。项目建设符合中国氮肥工业协会提出的化工行业调整和振兴规划氮肥企业推广“水煤浆和干粉煤气化”、“加快调整产品结构”的政策要求。本项目采用的工艺流程先进合理，是目前国际、国内普遍采用的工艺流程。不属于国家明令禁止使用或必须淘汰的落后工艺。本项目的国内设备严格按照国家相关标准规范进行制造、施工和检验。本项目引进设备除严格按照该设备厂家自身制订的标准规范或其所在国家的相关标准规范进行制造、施工和检验外。其采用的标准也198、应满足或高于我国的相关标准规范。XXXX化工有限公司的股东具有多年装置管理、生产和维护的丰富经验。拥有高素质的管理人员和职工队伍。完全具备使本项目安全生产，连续运营的能力。本项目建成后，应根据安监部门的相关规定进行申报，办理各项安全生产和相关规定的许可证。 第六章 项目资源开发及综合利用分析6.1 资源开发方案本报告不涉及对矿产、水等重要资源的开发，不属于资源开发类项目，因此不涉及资源开发相关问题。6.2 资源利用分析（1）原料煤用量及供应本项目采用水煤浆水冷壁加压气化工艺技术，主要原料为原煤。本项目拟采用济宁市煤矿煤做为气化原料用煤。济宁市烟煤资源丰富，是全国十三个煤炭能源基地之一，含煤面积199、3920平方公里，占国土面积总面积的36.7%，地质储量约为254亿吨，已探明煤炭资源可采储量140亿吨，占全省的53%以上。境内有济宁、兖州、滕南三大煤田，另有腾北、梁山、XX、汶上煤田和泗水、鱼台含煤预测区。煤种以气煤为主，煤质多为低灰、低硫、特性磷、高发热量，是优质动力用煤或炼焦配煤。2011年末兖矿集团和济宁矿业集团等煤炭年生产量8000万吨，其中煤质为低灰、低硫、低磷、高发热量的优质动力用煤和为低灰、低磷、高含硫（34）、高发热量的气煤。本项目年耗原料煤62万吨、燃料煤43.6万吨，原料煤及燃料煤均采用当地的烟煤，占当地煤炭开采比例小，燃料本地可充分供给。本项目己取济宁本地煤矿27个200、煤样在华东理工大学进行煤质分样，有六个样品初步筛选符合气化用煤的适应性和使用经济性，能够满足项目气化用煤要求。由于济宁市煤矿煤暂无煤种分析数据，故暂按神华一号煤计算。（2）电力资源XX县隶属华北电网供电，园区内现有220千伏变电站1座，主变容量为180兆伏安；110千伏变电站4处，主变6台，主变容量为257.5兆伏安；35千伏变电站11处，主变容量为167.75兆伏安。园区内220千伏线路2条、8.6公里，110千伏线路8条、68.7公里，35千伏线路21条、20.94公里，10千伏配电线路69条、1259公里；以110KVXX变、城西变、大义变、彭井变为主网架，以35KV为配电网络，将电力负201、荷送往全县13个乡镇和城区用户。济宁市各类发电企业47处，发电装机能力950.2万千瓦。统调电厂共有8处，装机能力838.5万千瓦（其中：华电国际邹县电厂454万千瓦、华能济宁电厂49.5万千瓦、华能曲阜圣城热电45万千瓦、华能嘉祥发电公司66万千瓦、运河发电公司124万千瓦、里彦发电厂58万千瓦、兖矿济三电厂27万千瓦）。地方电厂共有39家，装机能力111.7万千瓦。济宁电网现有500千伏变电站1座（1750兆伏安）、220千伏变电站16座（容量3600兆伏安）、110千伏变电站73座（容量4941.4兆伏安）；济宁市有统调电厂8座、地方电厂35座，电厂装机总容量9322.5兆伏安，已形成以202、邹县电厂、济宁电厂、里彦电厂、运河电厂和兖矿济三电厂为主供电源，以500千伏济宁输变电工程和邹县电厂500千伏联变为支撑，以220千伏环型网架为骨干的坚强电网。本项目的装机总容量为82740KW，有功用电负荷为76441KW，园区内的供电供应依托济宁电网，完全能够满足该项目的用电。(3) 水资源XX县多年平均地表水资源总量42629.5万m3，其中排灌区2316.6万m3，结合区2466.9万m3，井灌区37846万m3。多年平均地下水补给量1.95亿m3，其中，排灌区4272.2万m3，结合区5595.8万m3，井灌区9598.8万m3。重复得水1408.2万m3、多年平均天然水资源总量60203、685.7万m3。地表水资源可利用量22646.8万m3，其中拦引湖水排灌区10165.6万m3，结合区5975.2万m3，井灌区1924万m3，合计18064.8万m3；引黄水1044.5万m3；蓄积当地径流水排灌区737万m3，结合区762.1万m3。井灌区260.3万m3，合计1759.4万m3；地下排泄10177万m3；深沟水760.4万m3。地下水平均可利用量1.95亿m3，其中排灌区4272.2万m3，结合比5595.8万m3，井灌区9598.8万m3。本项目一次水经常量1392m3/h，最大量1530m3/h，使用水量较小。（4）公用工程资源在园区内规划管线管廊，沿道路绿地建设，204、用于各装置之间、各装置与公用工程及辅助工程之间、公用工程之间的连接，输送蒸汽、工业气体、有机废水、无机废水、液体化工物料等。另外企业副产蒸汽并入园区管网，供园区使用，可节省区域公用工程投资。本项目规划建设有工艺压缩空气、仪表压缩空气、蒸汽、氮气、氧气、液（气）氨、二氧化碳、氨气等气体及液氧、液氮、液氩、液氨等液体，进一步完善和提高园区公用工程的配套能力。本项目建成后，可作为园区气体中心，向园区其他业主提供。6.3 资源利用方案本工程以生产合成氨，尿素，硝基复肥为产品，它包括空分、水煤浆加压气化、耐硫变换、低温甲醇洗、液氮洗、氢氮气及合成循环气压缩、氨合成、硫回收、冷冻、二氧化碳压缩、尿素、硝酸205、硝基复肥等装置。整个项目的工艺流程中除使用原料空气外，还需消耗煤、水、电等资源。其中需要年消耗原煤约41.86万吨/年，补充新鲜水1392m3/h，耗电量约为7.64万千瓦每小时。变换、合成、硝酸装置可副产中、低压蒸汽，除供本项目使用外，还可向外界管网提供富余蒸汽。本工程排放量很少，且对于开停及事故的气体排放设有火炬燃烧系统，达到国家排放标准；对于少量的废水排放设专门的废水处理设施，完全满足国家排放标准；对于净化装置的酸性H2S气体，设硫回收装置回收，确保尾气排放达标排放，硫回收率达到99以上，投资省，运行成本低，无污水排放，尾气排放10ppm(v%),解决了废气排放对大气的污染，符合国家排206、放标准。综上所述，本工程具有占用自然资源种类少、资源利用率高且易于获得的特点，同时对于周边环境、自然品质、以及地表水不会造成不良影响。6.4 资源节约措施1、 本工程通过以下措施充分的利用各种资源，以达到节约资源的目的：（1）采用清华大学水煤浆水冷壁加压气化工艺，具有单炉处理煤能力大、碳转化率高、合成气中有效气成份高、冷煤气效率高等特点，是目前世界上最高效的气化炉技术，煤炭资源利用效率高。（2）本工程采用先进的工艺技术，装置生产能力大，设备先进、效率高，工艺流程紧凑，占地面积小，节约了土地资源。(3) 分子筛吸附器采用双层床结构，底层活性氧化铝床层可有效地保护分子筛，延长分子筛使用寿命，吸附剂207、使用寿命不低于6年；同时采用双层床也使吸附器再生阻力下降，再生温度降低，节约了再生能耗。(4) 分馏塔系统主要采用代表当今空分技术最先进水平的规整填料塔技术，氧提取率高，能耗低。 (5) 变换工段采用废锅副产各种等级的蒸汽供其它装置使用，减少了蒸汽消耗。(6) 脱硫/脱碳采用工艺先进的低温甲醇洗和液氮洗技术，能耗更低。(7) 硫回收单元充分利用H2S氧化反应放出的热量副产低压饱和蒸汽，副产的蒸汽除供本工段使用外，多余的送管网。焚烧炉利用液氮洗的尾气和变换粗煤气的混合气，减少了装置废气的排放，充分利用废气的热能。 (8) 采用三床、两中间换热器轴径向合成塔，优化了热力学催化剂分布，多床型内筒，最208、大化的催化剂装填量，提高了转化率；气体以轴径向流动通过催化剂床，比以前的压降低的多；采用了高纯度合成气，气体有效分压高，催化剂寿命长，循环气量小，循环压缩功省，能耗低；充分回收反应热，副产中压饱和蒸汽。(9) 斯那姆氨气提尿素工艺，是一种以氨为气提剂的全循环气提法。利用出合成塔溶液中所含过量氨，在操作压力与合成塔相同的，并用蒸汽加热的降膜换热器(气提塔)中，把二氧化碳气提出来。气提出来的二氧化碳和氨，在操作压力与合成塔相同的甲铵冷凝器中重新合成为氨基甲酸铵，而后再送回合成塔转化成尿素。这种设计的综合效果是：氨和二氧化碳在尿素高压系统中循环。对于任何组分都不必设泵加压。由于甲铵冷凝器的操作温度很209、高，足以利用气相冷凝放出的热量来发生蒸汽，以供流程中的许多部位使用，节省外来蒸汽耗量。此外，返回尿素合成塔的甲铵液温度，比传统流程中从低压系统来的物料温度高得多，从而减少了为把低温物流加热到合成塔操作温度所需要的供热量。2、本工程主要使用的节水措施如下：（1）使用先进的循环水技术，减少冷却水的散失补充水；（2）优化换热流程，尽量采用热进料，以减少冷却水用量；（3）生产工艺水废水，如气化单元的废水直接用于磨煤等工序，减少新鲜水用量；（4）尽量回收凝结水，以减少新鲜水用量；（5）废锅、蒸汽发生器的排污，通过降温池降温后，作为循环水系统的补充水；（6）提高循环水浓缩倍数，减少补充水用量及排污量；（7210、）循环水系统排污、生活污水等经处理达到回用标准后，回用于绿化用水等；（8）脱盐水的处理，采用原水利用率高的反渗透装置，原水利用率可达到75%以上，节水效果显著。（9）尿素系统的氨水采用深度水解解吸装置，解吸废液中含氨量可降至10ppm，尿素含量可降至5ppm，可作为锅炉补水。（10）加强用水管理，各装置及单元的生产给水、循环冷却水管道均设置计量仪表；（11）装置污水总出口设置计量设施。生产废水、生活污水及污染区的初期雨水均送厂区污水处理站进行生化处理，并经回用水处理站深度处理，综合利用，可有效节约水资源。3、本工程主要使用的节电措施如下：（1）使用节能变压器，在电气设计上简化接线，减少产生损耗211、的环节。（2）合理选择变压器负载系数，使变压器的损失率达到最低。（3）合理设计供电系统和电压等级，超过220KW的大型电机采用10KV供电，以减少线路损失。（4）提高功率因数，全厂总功率因数补偿到0.9以上。（5）选用高效循环水泵，优化水泵组合运行曲线，提高水泵的运行效率，以达到节能的目的。（6）充分利用蒸汽热能，以达到节电的目的。4、本工程对可回收的能量都采用了回收利用设施（如废热锅炉），减少了能源的消耗，能源利用率很高。5、本工程自动化水平高，大大地减少了人力资源的消耗。第七章 项目节能方案分析27.1 节能概述 中共中央关于制定国民经济和社会发展第十二个五年规划的建议明确提出，要把节约资212、源作为基本国策，发展循环经济，保护生态环境，加快建设资源节约型、环境友好型社会。开展资源综合利用，是实施节约资源基本国策，转变经济增长方式，发展循环经济，建设资源节约型和环境友好型社会的重要途径和紧迫任务。“九五”以来，在国家政策引导和扶持下，我国资源综合利用规模不断扩大、利用领域逐步拓宽、技术水平日益提高，产业化进程不断加快，取得了显著的经济效益、环境效益和社会效益，对缓解资源约束和环境压力，促进经济社会可持续发展发挥了重要作用。资源综合利用成为许多企业调整结构、提高经济效益、改善环境、创造就业机会的重要途径，成为新的经济增长点，更是煤炭行业发展接续产业的重点。国家相继出台了一系列鼓励资源综213、合利用的政策，尤其是税收减免优惠政策，极大调动了企业开展资源综合利用的积极性。7.2 编制依据1、固定资产投资项目节能评估和审查暂行办法（国家发展改革委2010年第6号令）2、国务院能源中长期发展规划纲要（2004-2020年）草案3、国家发改委和科学技术部2005年修订的中国节能技术政策大纲4、固定资产投资项目节能评估和审查指南（2006）5、国务院关于加快发展循环经济的若干意见（国发200522号）6、国务院关于加快节能工作的决定（国发200628号）7、国务院关于印发节能减排综合性工作方案的通知（国发200715号）8、国家发展改革委关于加强固定资产投资项目节能评估和审查工作的通知（发改214、投资20062787号）9、国家发改委、财政部关于印发节能项目节能量审核指南的通知（发改环资2008704号）10、山东省人民政府关于印发节能减排综合性工作实施方案的通知（鲁政发200739号）11、山东省人民政府办公厅关于切实做好固定资产投资项目节能评估的通知（鲁政发200742号）12、山东省企业技术改造项目节能评估审查暂行办法的通知（鲁经贸改字2007236号）7.3 用能标准和节能规范本项目遵循以下法规和节能设计规范：1、工业企业能源管理导则(GB/T15587-2008)2、用能单位能源计量器具配备和管理通则(GB17167-2006)3、综合能耗计算通则(GB/T2589-2008215、)4、石油化工设计能耗计算标准（GB/T50441-2007）5、企业能量平衡通则（GB/T3484-2009）6、能源管理体系要求（GB/T23331-2009）7、企业节能量计算方法（GB/T13234-2009）8、节能监测技术通则（GB/T15316-2009）9、评价企业合理用电技术导则(GB/T3485-1998)10、评价企业合理用热技术导则（GB/T3486-1993）11、公共建筑节能设计标准(GB50189-2005)12、建筑照明设计标准(GB50034-2004)13、建筑采光设计标准(GB/T50033-2001)14、绿色建筑评价标准(GB/T50378-2006)216、15、绿色建筑技术导则(建科200599号)16、民用建筑节能设计标准（JCJ26-2010）17、建筑给水排水设计规范（GB50015-2009）18、外墙外保温工程技术规程(JGJ144-2004)19、采暖通风与空气调节设计规范（GB50019-2003）20、石油化工采暖通风与空气调节设计规范（SHT3004-2011）21、化工采暖通风与空气调节设计规范（HG/T20698-2009）22、石油化工循环水场设计规范（GB/T50746-2012）23、给水排水管道工程施工及验收规范（GB50268-2008）24、低压配电设计规范（GB50054-2011）25、供配电系统设计规范（217、GB50052-2009）26、电力工程电缆设计规范（GB50217-2007）27、工业金属管道设计规范（GB50316-2008）28、工业设备及管道绝热工程设计规范（GB50264-1997）29、工业设备及管道绝热工程施工质量验收规范（GB50185-2010）30、室外给水设计规范（GB50013-2006）31、室外排水设计规范（GB50014-2006）32、节电技术经济效益计算与评价方法（GB/T13471-2008）33、工业企业总平面设计规范（GB50187-2012）34、清水离心泵能效限定值及节能评价值（GB19762-2007）35、中小型三相异步电动机能效限定值及能218、效等级（GB18613-2006）36、三相配电变压器能效限定值及节能评价值（GB20052-2006）37、通风机能效限定值及节能评价值（GB19761-2005）38、空调通风系统运行管理规定（GB50365-2005）39、合成氨单位产品能源消耗限额（GB21344-2008）40、山东省合成氨产品能源消耗限额（DB37/757-2008）7.4 能耗状况和能耗指标分析本项目合成氨生产过程中，经过空分、气化、变换、净化、压缩、合成等系列单元后最终完成产品产出。此工艺过程中需要消耗一定量的化学品、催化剂、冷却水、蒸汽、电力等；辅助生产系统：空压机要消耗电力和冷却水，循环水系统也需要消耗电力219、和新鲜水注入补充。如何充分利用各种余热、余压，尽可能的回收装置中排放的各种废水、废气，采用先进技术，做好工艺方案的比选，最大限度的降低能耗，降低生产成本，是本设计所遵循的基本原则。XXXX化工有限公司根据我国能源结构调整需要，在充分考虑济宁附近丰富的煤炭、水资源条件，以及国内、国际能源市场环境的具体情况，结合自身所拥有的技术优势，综合考虑建设规模的技术经济可行性等多方面因素，采用当代先进的煤炭洁净气化技术生产合成氨、尿素、硝酸、硝基复肥。拟在济宁市化工园区新建项目，以满足周围农业对化肥、周边企业对合成氨、硝基复肥的需求。本工程所需能源种类包括原料煤、电、水、蒸汽，其中主要是原料煤、电、水。7.220、5 节能措施为了优化用能结构、满足相关技术政策和设计标准，本项目采取的主要节能措施如下：一 工艺流程及管道采用的节能技术（1）空分装置精馏塔采用规整填料，减少了阻损。采用全精馏制氩，产品氩在换热器内蒸发，从而回收了冷量并减少了电力消耗。预冷系统利用机组本身的污氮，在不追求氮气产量的情况下可以不开制冷机组或氨冷器。分子筛系统加热器采用蒸汽加热。空分装置具备变工况能力，配备很强的液体储存系统，可以根据生产情况进行变工况，减少放散节约能源。（2）合成氨装置气化采用当今世界上最先进的水煤浆水冷壁加压气化工艺提高了碳的转化率，提高煤资源的利用。并采用激冷工艺，充分利用反应热产生饱和蒸汽，供下游变换之用。221、变换工段采用宽温耐硫低温变换节能工艺，以减少高压蒸汽的加入量，降低能耗。此外，变换余热回收根据余热位能的高低采取不同的回收方式，因而达到合理、有效的回收余热的目的。净化采用先进的低温甲醇洗及液氮洗技术，由于甲醇在低温下吸收H2S、CO2能力最大，所以所需溶液循环量较少，节省大量电力；且对于后工序氨合成基本无驰放气放出，节能环保。硫回收采用超优克劳斯法工艺，能大量回收宝贵的化工原料硫磺，同时利用反应热副产蒸汽。采用水煤浆气化技术可以将回收利用污水，节约大量的新鲜水，进入气化炉中的污水在13001500的高温下，水中的有毒物质将分解，不会产生有害的成分，减少了对水质的污染。节约大量的电力，增加了煤222、炭的能源转化效率。在电机控制方面使用变频调节，可适应不同负荷下运行，减少电能浪费，提高电能的利用率。（3）尿素装置斯那姆氨气提尿素工艺，是一种以氨为气提剂的全循环气提法。这种设计的综合效果是：氨和二氧化碳在尿素高压系统中循环。对于任何组分都不必设泵加压。而在传统全循环法工艺中，氨和二氧化碳都是在降低压力时和尿液分离的，被水吸收变成甲铵后用泵加压返回合成塔。 在氨气提法工艺中，二氧化碳进料量的85左右在高压合成回路中循环。只有余下大约15的二氧化碳以甲铵液的形式用泵加压返回合成塔。这样就大大减少了向高压系统用泵输送氨和甲铵液所需动力。由于甲铵冷凝器的操作温度很高，足以利用气相冷凝放出的热量来发生223、蒸汽，以供流程中的许多部位使用，节省外来蒸汽耗量。此外，返回尿素合成塔的甲铵液温度，比传统流程中从低压系统来的物料温度高得多。从而减少了为把低温物流加热到合成塔操作温度所需要的供热量，减少了蒸汽消耗。由于过量氨量大，钝化用氧气量可减到最小,使惰性气体浓度降低，从而提高了转化率。（4） 硝酸装置双加压法氨氧化废热回收蒸汽驱动四合一蒸汽透平机组，提高资源综合利用率。（4）其它除上述主要的节能技术和措施，在整个工艺装置中，通过流程的优化、设备的合理设计和选择以及加强保温等措施来提高装置的能量利用等。厂区照明及建筑物内通道照明采用定时和声控开关装置。办公及库房采用了LED照明，符合现在的节能潮流。在设224、备布置上力求设备布置紧凑，物料流动尽量考虑利用位差流动，从而节约能耗。二 工艺设备节能1、选用高效、低压降传热设备，深化换热，提高换热效果和能量回收率。2、设计中塔类设备采用新型的塔板结构及高校规整填料塔，换热器采用高效、低压降换热器提高效率、减少能耗。3、选用节能、高效型设备，在设备比较阶段，将单位产品耗电量作为主要技术参数之一进行比较，尽量不选用耗电大的设备，合理匹配电机与机泵的容量，同时对流量变化较大、功率较大的机泵采用变频调速技术，减少装置的用电负荷。杜绝“大马拉小车”现象，以达到节约用电的目的。4、工艺设备选择时，在满足工艺要求的情况下，尽量选用新式的、能量利用率高的设备。三、总图运225、输节能总平面布置和装置内布置在满足有关安全规范的前提下，根据工厂物料向合理确定各装置之间、公用工程及辅助设施相互位置，缩短物料来往输送距离。减少能源过程损耗，总平面布置应科学合理安排，按照动力系统尽可能地靠近主要负荷中心的原则进行布置，在满足安全要求前提下变配电室要尽量靠近功率较大的设备，以减少动力消耗与输送损失。四、电器节能1、变配电室布置尽量靠近用电负荷的中心。二次回路控制设备采用节能型元件。2、为提高能量转换效率，选用高效节能型变压器，如全密封节能性电力变压器。3、在全厂110Kv/10Kv/0.4Kv变配电室低压侧设自动调节功率因数补偿装置，以提高功率因数，降低电能损耗。4、转动设备电226、机选用高效节能电机等。对运行中负荷变化较大且功率较大的机泵采用变频调速装置，以降低电能损耗。5、选用绿色照明器具，如金属卤代物灯，高效节能荧光灯等。五、给排水节能1、厂区用水反复循环使用，做到一水多用，节约用水。2、冷却水循环使用，提高冷却水的重复利用率。3、本项目冷却水采用密闭循环，循环水系统建造大散热面、低水损失的循环水池和凉水塔，利用自然和强制散热的方式达到节能降耗。4、本项目设计循环水浓缩倍数拟取3.5；提高循环水浓缩倍数，减少循环水排污量。同时循环水系统排污水可收集后，作为绿化用水或冲洗用水。5、各种不同水质的供水系统进行水量监测控制，系统中配备必要的计量控制设施，加强用水管理，降低227、损耗。6、使用节水型卫生器具。7、加强用水管理，大力堵塞跑、冒、滴、漏，降低管网漏失率。六、建筑结构节能建、构筑物在满足生产厂房必要的采光通风要求前提下，合理设计门窗位置及大小。如减少结构自重并满足房间冬季保温，夏季隔热的要求，需保温屋面设保温隔热层等有效措施。七、供热节能1、蒸汽输送管道、加热设备等均采取保温措施，防止热能损失，节省能量。2、加强二次能源的利用率，根据不同过程对蒸汽位能要求的区别，分级使用，充分利用二次蒸汽、热水等能源，达到节能目的。八、管理措施1、加强管理，建立厂、车间两级能源计量及能源管理网络，设专人负责。生产和生活用能分开计量，建立水、电、汽的消耗台帐，做到每月汇总，根228、据月能源耗量的异常情况，及时发现设备运行的不正常状况，立即检查，消除隐患；生产正常运行时，按台套、按工时（折能耗），制定考核指针，建立奖励制度，按工序或班组进行考核，设立节约能耗奖。2、加强水、电计量管理，车间用水、用电建立二级计量，水电计量到车间。做好生产考核工作，杜绝能源跑、冒、滴、漏。3、加强对职工的教育，提高职工的能源意识，认识到能源就是企业的经济、就是企业的效益，同时还要提高职工的操作技能水平，增强人在能源控制过程中的主动意识。7.6 节能效果分析本项目认真贯彻国家和地方有关节能技术及政策，设计中积极采用国际、国内先进的节能、节水型工艺技术和设备，有效地回收利用生产过程中的冷、热能，229、提高能源利用效率；提高工业用水回收率和重复利用率。尽量减少生产过程中不合理的能量转换情况，切实做好节能工作，经济合理地生产出合格产品是本项目设计的主要目的。本项目的主要生产装置拟选用目前国内先进的工艺技术和关键设备，最终产品的单位综合能耗指标和主要工序的能耗指标均能达到国内先进水平。经过分析、比较，针对各工序的生产特点，提出了合理用能和节能的技术措施，卓有成效地降低各类能源的消耗指标，使该公司新建装置获得较为显著的经济效益。第八章 项目选址及土地利用8.1 项目选址及用地方案 项目地理位置本项目选址位于山东省济宁市化学工业经济技术开发区，园区位于山东省西南部的XX县，行政隶属济宁市，北与嘉祥县230、任城区接壤，南与江苏省丰县交界，西与菏泽市的巨野、成武、单县毗邻，东与鱼台县相连。地理坐标：东经11606301163000，北纬345100351400。XX县现辖九镇、四乡和一个省级经济开发区，656个行政村，总人口61万人，面积885km2。济宁市化学工业经济技术开发区位于XX县胡集镇驻地南侧3公里左右，园区周围无文物风景区及自然保护区，无任何名胜古迹，地下无矿藏，并且园区内村庄较少，比较适合做化工项目用地。本项目选址在济宁市化学工业经济技术开发区，符合以下条件：（1）该项目选址符合山东省化学工业“十二五”发展规划，符合济宁市关于市区企业退城进园若干问题的意见、关于修改完善企业改制土地231、使用权处置、“退二进三”和“退城进园”有关政策的通知等政策。（2）该项目选址符合济宁市化学工业经济技术开发区的定位，发展以原料本地化的加压煤气化、煤焦化及其产品深加工为主导的产业新区。（3）该项目选址不干扰地区交通主干线及大型公共福利设施规划用地，符合当地总体规划。本项目用地定在北邻滨河南路，西靠园三路，东为煤化大道，南贴新兴路，整体形状呈长方形，占地面积586696m2。厂区位置方便原辅材料、产品及煤的进出，交通运输十分便利，可有效降低交通运输燃料消耗。 项目用地规划控制指标符合此区域土地利用规划的要求，场址不占用耕地，用地规模合理，方案设计符合项目地块的各项规划控制指标，满足因地制宜、集约232、用地的政策要求。 项目地形地貌及地下水1、地形地貌园区属黄泛平原，地形地貌受黄河泛滥决口的影响，微域起伏，岗、坡、洼相间，相对平坦低洼，南北方向长，东西方向短，轮廓呈“耳形”。总的地势西高东低，呈西南东北倾斜。坡度为六千分之一到八千分之一，地面海拔高度从40.5m到34.5m不等，平均高度37.5m，南北高差4.1m，东西高差3.9m。境内以平原为主，地形相对平坦，境内无大山，只有西北羊山、葛山两处低山，属鲁西南平原地区。全县划分为两大地形，即低山丘陵和黄泛平原，低山丘陵面积很小，只有羊山、葛山、胡集镇的郭山口三处，系寒武纪石灰岩构成的青石山，山顶平缓，海拔90105m；全县大面积为黄泛冲积平233、原，由黄河泛滥时流向流速的不断变更形成复杂的类型。在地貌上，全县可划分为五个微地貌类型，即荒岭坡、近山阶地、微斜平地、缓平坡地和洼地。开发区地势西高东低，区内主要为平原。2、地质XX县在大地构造上位于中朝准地台（级）鲁西中台隆（级）济宁-成武断束（）嘉祥凸起、济宁凹陷、XX鱼台凹陷（）内。开发区附近的断裂主要有：北东近南北向的孙氏店断裂、嘉祥断裂、巨野断裂等；北东东近东西的郓城断裂、菏泽断裂、凫山断裂等。分别构成了凸起和凹陷的边界，嘉祥断裂以西为嘉祥凸起、以东为济宁凹陷，凫山断裂以北为嘉祥凸起、以南为XX鱼台凹陷。嘉祥断裂位于开发区东部，北起东平县县城经嘉祥由XX县的刘楼进入区内，向南偏东延伸234、，总体走向355，倾向东，断距4002000m，长度180km，区内长度为8.8 km。主要控制地层为上侏罗统蒙阴组，为张性断裂，主要活动时期为燕山期，喜山期可能继续有活动。据煤田勘探资料，该断裂整体上导水性弱，仅局部地段透水。菏泽断裂位于开发区南部，西起东明县陆圈北经菏泽市区北部向东延伸，倾向南，为区域凹凸断块的控制性断裂。燕山期形成，喜山期可能有活动，其构造活动发育可能是良好的地热通道。据煤田勘探资料，该断裂基本上为阻水断裂。开发区不处于断裂带上，距离嘉祥断裂带较近。根据中国地震烈度区划图（1990），该区地震烈度基本值为度，历史最大震级为3.8级，本工程抗震设防按度考虑。3、水文地质开发235、区有四个主要含水岩组，由上而下分别是：第四系松散岩类孔隙含水岩组、二叠系砂岩裂隙含水岩组、石炭系砂岩夹薄层灰岩裂隙含水岩组、奥陶系灰岩裂隙岩溶含水岩组。第四系松散岩类孔隙含水岩组本区第四系厚度一般为350400m，总体由北向南逐渐增厚。含水层岩性以中砂、含砾粗砂、细砂、粉细砂为主，根据所含水的矿化度的大小和埋深的不同，分为浅层淡水含水岩组、中层咸水含水岩组和深层淡水含水岩组。浅层淡水含水岩组，含水层埋藏深度25m左右，水位埋深2.0m左右，单井涌水量可达2001400m3/d，矿化度小于2.0g/l；中层咸水含水岩组，含水层埋藏深度35-40m，单井涌水量40280 m3/d，矿化度大于2.0236、 g/l；深层淡水含水岩组，顶板埋深150-210m，水位埋深21-28m，单井涌水量5001000m3/d，矿化度0.52.0g/l，水温15左右。地下水的主要补给来源是大气降水入渗、农业灌溉回渗和地表水的侧渗，人工开采和侧向径流为主要排泄途径。二叠系砂岩裂隙含水岩组区内大部分地区均有分布，厚度一般260m左右，含水层岩性多为砂岩、砾岩，单井涌水量小于100 m3/d，矿化度一般1.04.0 g/l，含水层不能直接得到大气降水补给，径流滞缓。石炭系砂岩夹薄层灰岩裂隙含水岩组区内均有分布，含水层岩性多为砂岩、薄层灰岩，厚度220m左右，富水性较弱，单井涌水量一般小于100 m3/d，地下水化学237、类型属SO42-盐型水，矿化度4.0g/l左右。奥陶系灰岩裂隙岩溶含水岩组据资料分析，本含水岩组在区域内广泛分布，但其顶板埋深、含水性能差别较大：菏泽断裂以北杨早庄-丘井一带、嘉祥断裂以西胡楼周大庄一带奥陶系灰岩埋深在350400m，为第四系松散层直接覆盖，富水性较强；在嘉祥断裂以西、凫山断裂以北、菏泽支断裂以南地区（以下简称煤田勘探区）在400900m之间，岩溶裂隙发育不均，整体富水性较弱；嘉祥断裂以东、凫山断裂以南地区埋深大于1200m，埋藏较深，富水性较弱。根据煤田勘探所取得的资料，奥陶系岩溶含水层岩性主要为石灰岩、白云岩和泥质灰岩，该含水层与上覆的石炭二叠系含水层无水力联系。含水层水位238、标高一般为3334m之间（水位埋深2.04.0m），单井出水量差别较大，最大者为1618.27m3/d，最小仅为133.06 m3/d，渗透系数0.083.32m/d，水温33.740.7，含水层的矿化度较高，一般为4.0g/L，水化学类型为SO4CaNa型水。 气候概况XX县属于暖温带季风大陆性气候，四季分明。春季干旱多风，少降水，夏季气温高，雨量集中，温湿度大，雨热同季；秋季天高气爽，降水较少，辐射减弱，气温下降，易出现秋旱，冬季寒冷干燥、雨雪稀少。各气象要素的具体如下：（1）气温累年平均气温为13.8；常年最热月为7月，平均气温为26.8；常年最冷月为1月，平均气温为-12；累年极端最高239、气温为 40.6，发生于1988年7月7日；累年极端最低气温为 18.5，发生于1967年1月3日。（2）降水累年平均降水量为680.5mm；累年最大降水量为1392.9mm，发生于1971年；累年最小降水量为464.5mm，发生于1988年；累年最大一日降水量为117mm，发生于1971年8月9日；四季中降雨量的分配极不平均。夏季最多，平均为460.7mm，占全年均降雨量的66%，冬季最少，仅为40.6mm，占年均降雨量的5.8%。（3）湿度累年平均相对湿度为69；8月份平均相对湿度最大，为81%，3月份平均相对湿度最小，为62%；累年极端最小相对湿度为0，发生于1977年2月23日。（4）240、蒸发累年平均蒸发量为1533mm；累年最大蒸发量为1828.2mm，发生于1988年；累年最小蒸发量为1488.0mm，发生于1980年。（5）气压累年平均气压为1011.6hPa；累年平均气压最高为1013.5hPa（1980年）；累年平均气压最低为1011.1hPa（1966年）。（6）风速累年平均风速为2.2m/s；累年平均最大风速为3.5m/s（1963年），累年平均最小风速为2.0m/s（1978年）；累年全年主导风向为东南风（SE），相应的频率为11。（7）其它天气现象累年最大冻土深度37cm，发生于1968年1月1日；累年最大积雪深度19cm，发生于1987年1月2日；累年最多积241、雪日数39d，发生于1968年。8.2 土地利用合理性分析本工程占地充分利用已规划用地，符合土地利用规划要求。整个装置占地面积处于国内同规模生产装置的先进水平，符合节约和有效使用土地的要求。8.3 地质灾害影响分析本工程不属于在地质灾害易发区建设的项目和易诱发地质灾害的项目，项目选址所在地诱发地质灾害的可能性极小。8.4 征地拆迁和移民安置规划方案本工程选址位于工业园区规划用地，化工园区没有人员居住，建设中，不需考虑居民安置问题。第九章 环境和生态影响分析29.1 环境和生态现状本工程场地属于已预留工业用地，其周边不存在特殊污染，也不存在处于未开发状态的自然环境和生态条件。9.2 本工程主要污242、染物本工程的最大特点就是采用国际上先进的水煤浆加压气化技术洁净煤气化技术，这是一项重大的环保举措。煤气中所带出的硫化物在后工序彻底脱除，并以单质硫进行回收；对于少量的溶解性有害有毒气体如H2S等，其排放洗涤水采用汽提预处理；对于其中的固体悬浮物采用沉降、过滤等措施进行预处理。整个煤气化装置每小时排出的污水量仅40m3，经装置内预处理达标后，排入园区污水处理厂。本工程气化炉产生的灰渣，含C3%，其渣可用来做建筑材料，提高了能源的利用。9.3 废气本工程煤气化装置排放的废气主要来自气化火炬排放气、变换工段的汽提塔酸性气及事故放空气、低温甲醇洗工段的洗涤塔排放的尾气以及硫回收装置尾气排放废气，酸性气243、体采用荷兰荷丰超优克劳斯硫回收技术，液氮洗尾气送硫回收等岗位作燃料气使用。本项目排放废气各污染物均未超过大气污染物综合排放标准(GB162971996)表2中二级标准所规定的值。 本工程主要废气排放量及污染物见下表序号名称及来源组成及特性数据V%（经验数据）排放量排放规律去 向1气化炉开工放空气H2:36.584CO:37.779CO2:22.992N2:0.305Ar:0.122H2S:1.60COS:0.275CH4:0.098NH3:0.255湿气含水60%142961Nm3/h间断送火炬焚烧2气化事故放空气253689 Nm3/h3气化闪蒸气CO:43.44,H2:26.47CO2:2244、9.12,CH4:0.1Ar:0.11,N2:0.18H2S:0.48,NH3:0.01COS:0.09487 Nm3/h连续送火炬焚烧4变换汽提塔冷凝解析气CO:22.45CO2:35.25H2O:13.16H2:14.74NH3:13.72N2:0.10H2S:0.43COS:0.04CH4:0.05Ar:0.061286 Nm3/h连续送火炬燃烧5低温甲醇洗尾气洗涤塔放空气N2:12.02H2:0.21CO2:87.08CO:0.64H2O:0.01CH4:0.01总硫:25ppmCH3OH150mg/Nm3384 Nm3/h连续高空排放6硫回收尾气CO2:9.03N2:61.58O2:245、14.63H2O:14.00H2S:1.1PPMSO2:150PPMCOS:1.6PPM其它:0.75890Nm3/h连续高空排放7空分装置污氮N2:98%其余空气125000Nm3/h连续排大气8甲醇闪蒸槽闪蒸气CO=5.5CO2=28.8H2=2.1CH3OH=46.5120 Nm3/h连续火炬燃烧高空排放9甲醇精馏塔不凝气体CO=3 CO2=48CH3OH=2548连续火炬燃烧高空排放10大颗粒造粒放空尾气尿素粉尘NH3=60mg/NM3 150000Nm/h连续洗涤器洗涤后达标排放11普通尿素造粒塔排放废气粉尘=100 mg/NM3氨5.8kg/h2.9*105连续75米排放12尿素尾246、气吸收塔排放废气NH3=1(V%)265连续75米排放13硝酸吸收塔尾气NOX200 mg/m363330Nm3/h连续排放高度70m9.4 废水本工程废水主要来自煤气化工序、汽提及澄清单元的排水，另外还有新建装置区的生活污水及初期雨水，全部送污水处理场处理。工程产生的主要废水污染源及污染物一览表序号污染源名称排放量主要污染物浓度（mg/l）连续间断处理措施及去向1煤气化废水40Nm3/hTICTOCTSS氨氮氟化物硫化物30115100100405送污水处理站生化处理后、再深度处理回用作循环水补水2变换排污水0.5 Nm3/h氨氮硫化物320300送污水处理站生化处理3净化甲醇废水1.5 N247、m3/h氰化物COD40200送污水处理站生化处理后4甲醇精馏排放废水甲醇及杂醇COD和BOD541900-49000送煤制浆使用5尿素装置16Nm3/hNH35送废水回用装置处理后作循环水站补充水6硝酸装置8 Nm3/h氨氮100送污水处理站生化处理7循环水系统排污水Nm3/h主要含钙、镁等无机盐送废水回用装置处理后作循环水站补充水8除盐水系统排污水37.5Nm3/h主要含钙、镁等无机盐COD300送废水回用装置处理后作循环水站补充水9生活污水及其它4 Nm3/hBOD5200化粪池处理后，送污水处理站生化处理9.5 废渣本工程固体废渣主要来自煤气化炉渣、少量废吸附剂和催化剂。炉渣可作为建筑248、材料，而废吸附剂及催化剂由生产厂家回收再利用。工程产生的主要废渣污染源及污染物一览表序号污染源名称排放量主要组成连续间断备注1煤气化废渣12 t/hSi2O3、CaO、C等做建筑材料2变换废催化剂26t/aCoO、MoO等回收利用3空分装置废Al2O316 t/aAl2O3等回收利用4硫回收废催化剂3.4t/aCRS-31、CR-3S、KF756、D1651回收利用5氨合成废催化剂10.5t/aAl2O3、Fe3O4等回收利用6尿素脱氢催化剂1.7t/aAl2O3等填埋7尿素脱硫催化剂45t/aFeO等回收利用8空分装置分子筛17.28t/aSiO2、AI2O3等填埋9液氮洗废催化剂8.2t/249、aSiO2、AI2O3等回收利用10硝酸催化剂0.018 t/aPt等回收利用11生活垃圾120 t/a-卫生部门收集处理9.6 噪声本工程噪声源主要来自水煤浆制作、空分的压缩机组。主要噪声设备有磨煤机、空压机、增压机、合成气压缩机、冷机、CO2压缩机组、硝酸四合一机组、离心泵等，噪声值在80105dB(A)之间，首先选择低噪音设备，其次所有风机类皆加消音器。在进行防噪治理后噪声仍较大的工段，设置隔音间，并给工人配备耳塞、耳罩等防护用品。主要噪声源噪声值噪声排放表No.噪 声 源声压级 dB（A）排 放方 式1合成气压缩机90连续2冰机85连续3CO2压缩机85连续4各种泵类85连续5硝酸四合250、一机组85连续9.7 主要污染物防治措施 废气防治气化工段产生的没有回收价值的废气送火炬燃烧，火炬的燃烧气在80米高空排放，排放废气的污染物SO2、NOx均不超过大气污染物综合排放标准(GB162971996)中二级标准的规定值。非正常工况时，如开停车、事故等情况下，大部分工艺气未经处理直接排入火炬燃烧，但是这种情况出现的机率很小，且排放时间最长不超过半小时。 废水处理本工程排放的生产废水、生活污水及初期雨水经本项目污水处理装置处理达标后送往污水处理厂。污水处理厂出水排入河流，其水质符合工业水污染物(GB143582001)表3中一级标准的要求。酸碱中和废水、循环水系统排污、生活污水等经处理达251、到回用标准后，回用于循环水场、各装置冲洗及开停工用水、绿化用水。 废渣处置本工程排放的煤灰渣先送临时渣场堆存，然后外运作建筑材料等综合利用；废吸附剂、废催化剂可由厂家回收利用。9.8 噪声防治首先要求在设备选型时尽可能选用低噪声设备，对一些噪声值较高的设备必须采取一定的防噪措施，加设隔声罩或消音器等；管路设有防喘振置和安装消音器；，确保工作场所噪声满足工业企业噪声控制设计规范(GBJ8795)的要求。9.9 绿化工厂建设完成时应利用空地和厂区总体规划进行绿化。9.10 地质灾害影响分析本地区主要地质灾害为地震，造成地基沉降。本地区基本烈度为7度。根据国标建筑工程抗震设防分类标准（GB50223252、-2008），拟建项目的抗震设防类别可按重点设防类（乙类）考虑。抗震设防标准应按高于本地区抗震设防烈度一度的要求加强其抗震措施；地基基础的抗震措施应符合有关规定。同时，应按本地区抗震设防烈度确定其地震作用。9.11 特殊环境影响本工程周边不存在历史文化遗产、自然遗产、风景名胜和自然景观等特殊环境，因此不会对以上特殊环境造成不良影响。 第十章 劳动保护与安全卫生10.1 劳动安全卫生执行的标准、规范国家安全生产监督管理总局令8号令中华人民共和国消防法中华人民共和国主席令（1998）4号中华人民共和国安全生产法（自2002年11月1日起施行）中华人民共和国职业病防治法（自2002年5月1日起施行）253、危险化学品安全管理条例（自2002年3月15日起施行）生产设备安全卫生设计总则 GB5083-1999危险货物品名表GB12268-1990劳动保护用品选用规则GB11651-89职业性接触毒物危害程度分级 GB5044-85生产过程危险和有害因素分类与代码 GB/T13861-1992常用危险品的分类及标志 GB13690-92工业企业设计卫生标准 GBZ1-2002工业企业噪声控制设计规范 GBJ87-85石油化工企业设计防火规范 GB50160-2008建筑设计防火规范 GB50016-2006建筑物防雷设计规范 GB50057-94爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB50058-9254、2工业企业照明设计标准 GB50034-91重大危险源辨识 GB18218-2000防止静电事故通用导则 GB12158-1990生产过程安全卫生要求总则 GB12801-9110.2 生产过程中职业安全与危害因素分析本项目用煤作原料生产合成氨、尿素、硝酸、硝基复肥，生产中从所产生的原料气体到产品均具有易燃易爆、毒性和腐蚀性，生产过程中存在着高温、高压腐蚀、化学性伤害和粉尘等环境，因此，危险、有害因数存在于生产过程的各个环节。其中：原料煤制备、储存装置产生煤尘，会导致尘肺和爆炸事故；气化、变换、硫回收等装置产生氢、一氧化碳、硫化氢、二氧化碳等易燃易爆有害气体；净化装置、氨合成装置、联醇装置、冷255、冻工序有氢、氨等易燃易爆有害气体；尿素装置有氨、二氧化碳等易燃易爆有害气体及高温、高压、机械伤害，硝酸装置在生产过程中, 有易燃易爆、有毒物质和强氧化剂存在, 会引起严重破坏性的火灾和爆炸、人员中毒事故、高温伤害。副产品硫磺等为易燃易爆有害物质，整个生产过程还存在原料气泄漏引起的中毒和火灾爆炸事故和人为误操作等主要危险、危害因素。生产中主要危险因素有：火灾、化学性爆炸、物理性爆炸、中毒和窒息、触电、化学性灼烫、机械伤害、高处坠落、车辆伤害、坍塌、淹溺、腐蚀等；主要有害因素存在的方式有：噪声和振动、粉尘、高温、冻伤等。本项目生产和储存过程中涉及到的危险物料有煤、甲醇、氢气（压缩的）、二氧化碳、一256、氧化碳、甲烷、硫磺、硫化氢、氮气（压缩的）、氨、硝酸等。其中存在量较大及毒性较大的危害物料有：甲醇、一氧化碳、硫化氢、氢气、二氧化碳、二氧化硫、二硫化碳、氨、硝酸等。根据职业性接触毒物危害程度分级（GB5044-85）中的有关规定，毒性所属级别如下： 项目涉及的主要危险、有害物质危险特性表序号危险物质类别物质名称危害途径或方式毒性程度分级生产火灾类别1易燃易爆有毒气体氢经呼吸道吸入 甲类甲烷皮肤接触或经呼吸道吸入 甲类一氧化碳经呼吸道吸入级（高度危害） 乙类硫化氢眼睛接触或经呼吸道吸入级（高度危害） 甲类2易燃液体甲醇吸入、食入、经皮吸收级（中度危害）甲类二硫化碳级（高度危害）乙类氨皮肤接触或257、经呼吸道吸入IV级（中度危害）乙类硝酸皮肤接触或经呼吸道吸入级（中度危害）乙类二氧化硫经呼吸道吸入级（高度危害）甲类4不燃气体二氧化碳经呼吸道吸入-5易燃固体硫磺 火灾-乙类6高温气化炉渣人员接触、与水接触水蒸汽人员接触7粉尘物质无烟煤粉尘经呼吸道生产和储存过程中涉及到其它物料也具有一定的危险性，在贮存及生产过程中若操作不当或发生意外事故，都可能发生泄漏或喷溅，造成局部地区有毒物料浓度急剧上升，引起中毒事故的发生。10.3 安全卫生主要措施10.3.1 对自然条件中的危险因素的防范措施气象影响：主要受风向、风压的影响。总图布置上将有废气排放的单元设在厂区的最小风频的上风向，所有建、构筑物设计风258、压按规范采用最大风压进行设计。地质影响：根据地基允许承载力进行建构筑物的基础设计。地震影响：按地震烈度（7度）进行设防。雷电影响：所有建构筑物和塔类、容器类和泵类等均作防雷接地。暴雨影响：按最大暴雨强度、日最大降雨量设计雨水管道。10.3.2 对生产过程中的危险有害因素的防范措施1 防火、防爆 本项目有粗合成气、变换气、净化气、氢气、甲醇等可燃物质存在装置火灾、爆炸危险性为“甲类”或“乙类”，因此防火设计严格执行建筑防火设计规范（GB50016-2006）。总图布置上，严格执行防火规范，各装置厂房间留有足够的安全距离。消防措施采用化学消防和水消防相结合的消防措施。消防设施电气负荷级别为二级用电259、负荷，二类防雷级别，设置电气设备过电压及防静电保护接地、防雷接地及消防报警联动灭火系统。本装置内生产区域用电设备照明设施选用隔爆型。本工程有氢、CO、甲醇介质的区域、煤粉尘散发的区域等为防爆区域。电气设备根据安放场所的防爆区域的不同，严格执行爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92），配置相应的防爆型电气设备。危险物料的安全控制本工程易燃、易爆危险物料的储存和输送均采用密闭系统。所有易燃、易爆危险物料的场所均设置可燃气体报警器。在中央控制室设立可燃和有毒气体报警器系统，监测可燃和有毒气体泄漏情况，异常时报警。建筑防爆设计生产装置、设备大部分露天布置，保证良好的通风条件。根据装置260、的生产火灾危险性类别、抗震设防类别、建筑结构选型、设计荷载、内力分布、配筋、构造要求及防腐要求等，依据当地自然条件、地质勘察资料、抗震设防烈度等有关资料设计。 生产工艺上的控制措施本工程生产过程中的正常操作、监测、参数调整都在控制室通过DCS系统进行，并设有自动的声光报警和联锁系统，以保护操作人员和设备的安全。并设有防止超压引起爆炸的防爆泄压措施及阻止火灾蔓延的措施，如：安全阀、爆破片、放空阀、排污阀、切断阀、逆止阀、安全水封、阻火器、阻火阀等。2 防雷、防静电本项目主装置及其建、构筑物均属第二类防雷建、构筑物，其余辅助装置及其建、构筑物、综合楼均属第三类防雷。为防直击雷，在房顶上易受雷击的部261、位设置避雷带，突出屋面的金属设备外壳均应与避雷带相连。根据工艺要求在易产生静电的金属物，如设备、管道、构架等，设置防静电接地装置，以防静电感应。3 防毒、防尘本工程设计严格执行化工企业安全卫生设计规定（HG20571-95）和工业企业设计卫生标准（GBZ1-2002）的规定。防毒：为防止有毒气体逸散，设备及管道尽量保持密封；能负压操作的采用负压操作。厂房内采用全部或局部通风措施，使有害气体的浓度低于工作场所有害因素职业接触限值（GBZ2-2002）规定的卫生标准，并对有毒岗位配置洗眼器和个人防护用品。排出的有害废气（含SO2、H2S、NOx）密闭送至回收系统。防尘：本工程对有粉尘产生的场所的设262、备及管道尽量密闭化，在输煤和煤破碎筛分系统排气口设袋式除尘器等除尘设施，同时加强局部通风，使车间粉尘含量满足卫生标准要求（8mg/m3）。4 防腐蚀生产过程中的净化、硫回收、硝酸等装置的工艺物料具有腐蚀性，会对管道、设备、仪表、电气设施等会造成腐蚀破坏。5 防噪声本项目中有噪声排放的设备主要为风机、压缩机、泵类等，设计中优先选用低噪声设备；对风机、泵均设置隔震台座，鼓风机安装消声器消声。噪声集中的岗位设置隔音操作间。本项目的压缩机、泵等设备运行时会产生较大的噪音，主要采取集中控制及隔音、消音措施，工人在操作室内操作，需进入高噪声设备旁进行巡检时，配戴耳塞等防护用品，以减轻噪声的危害。在管道设计263、和调节阀选型上采取防止振动措施，管道与强烈振动设备的连接处设有柔性接头；操作室、休息室采用双层玻璃窗等隔声措施。经消声、隔音后噪声可降至85dB（A）以下，可满足工业企业噪声控制设计规范（GBJ87-85）的要求。6 防高温所有高温设备及管道设有保温隔热措施。对高温设备和管线尽量考虑避免设置在人行通道和人员经常接触处。7 事故的应急措施(1)各生产装置均设有事故联锁、紧急停车联锁系统，一旦发生事故立即停车，防止事故进一步扩大。(2)本装置设有不间断供电电源系统（UPS），当总电源中断时，可为DCS及重要仪表提供不少于30分钟的电源。（3）在控制室、主装置出口以及工艺需要的地点设置事故照明。当正264、常照明发生故障时，事故照明自动投入以保证操作安全和人员疏散的要求。事故照明采用带有独立蓄电池的应急灯，照明时间为30分钟。（4）当有毒、有害气体泄漏时，由现场负责人组织人员佩戴有效的防护用具进行抢修；抢修时可开启事故通风系统，降低有害气体污染程度。另外，厂内醒目处设大型风标，便于事故时指示撤离方向。8 生产中防止误操作的措施为避免生产中由于误操作等因素带来的不安全，皮带运输送机上有安全保护开关如防偏开关和紧急制动开关；压缩机、循环泵、给料泵等传动设备均采取了联锁控制装置；各种动设备现场均有电流表和启动开关，控制室不能对动设备进行启动，以保证现场人员的人身安全；生产过程中对流量、温度、液位等主要265、参数进行自动控制，并设有报警、联锁控制等系统，由DCS系统执行，以保证安全生产操作。10.4 预期效果与建议拟建项目工艺、设备、电气、自控、消防、土建等相关专业均严格按照国家现行有关规范、规定进行，设计充分考虑了劳动安全卫生方面的要求，针对本装置生产过程中的各种不安全因素，采取了相应的防范措施。吸取国内同类型装置可行地有效地安全设施设计经验，其安全设施可以达到国内同类型装置的先进、成熟的水平。 第十一章 消 防11.1 设计原则及依据一、设计原则 认真贯彻“预防为主、防消结合”的方针，严格遵循国家和地方的有关防 火规范及规定，搞好本工程的防火安全设计。充分依托工业园区规划中的消防站、消防配套设266、施及其防火经验，以节约投资、防止和减少火灾危害。 二、设计中遵循的主要标准和规范 1中华人民共和国消防法 （全国人大常委1998年4月） 2建筑工程消防监督审核管理规定 （中华人民共和国公安部第30号） 3石油化工企业设计防火规范 （GB50160-92，2001年版） 4建筑设计防火规范 （GBJ16-87，2001年版） 5工业企业总平面设计规范 （GB50187-93） 6爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 （GB50058-92） 7建筑灭火器配置设计规范 （GBJ140-90，1997版） 8火力发电厂与变电所设计防火规范 （GB50229-96） 9化工企业静电接地设计规程 （HG267、/T20675-1990） 10.火灾自动报警系统设计规范 （GB50116-98） 11.石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范 （SH3063-99） 12自动喷水灭火系统设计规范 GB50084-2001 13水喷雾灭火系统设计规范 GB 50219-95 11.2 建设地区消防现状本项目处于济宁化学工业经济技术开发区规划中的消防站服务范围内，项目自建消防泵系统，消防将主要依托济宁化工园区消防站。11.3 工程火灾爆炸危险性分析一、原材料、产品的火灾爆炸危险性 本项目生产过程中存在着易燃和易爆的物料，如原料煤、合成气、甲醇含硫化合物等。在事故或检修等特殊的情况下，其中的气体或液体268、物料有可能泄漏到操作环境中，当遇到点火源时，就有可能引起火灾爆炸危险。 生产过程中，原料气制备和合成气压缩厂房、合成工序的火灾危险性均为甲类。 原料气制备及合成气压缩厂房、合成工序、甲醇工序爆炸危险区域均为2区。 生产过程中主要火灾爆炸危险物及其特性如表所示。单项工程分类及火灾危险性分类如表11-2所示。 主要火灾爆炸危险物质及其特性序号物质名称自然点（）空气中爆炸极限(%)火灾危险性分类备注上限下限1氢5604.075.6甲类2一氧化碳60512.574乙类3甲烷5375.015.0甲类4甲醇4555.544甲类5硫化氢2704.345.5甲类6氨6511625乙类单项工程分类及火灾危险性分269、类序号建筑名称使用类别结构类型耐火等级火险类别1 制浆工序厂房钢筋砼框架/钢结构二乙2气化/净化工序厂房钢筋砼框架/钢结构二甲3压缩工序厂房钢排架、砖混二甲4合成厂房钢结构框架二甲甲醇厂房钢结构框架二甲5尿素厂房钢筋砼框架/钢结构二乙6硝酸厂房钢筋砼框架/钢结构二丙7主控及变配电综合建筑砖混二甲8空分、空压厂房厂房钢筋砼框架、砖混二乙9脱盐水站厂房砖混二丙10循环水厂房砖混二戊11氨罐区砼基础二甲1210kV配电室厂房砖混二丙13110kV配电室厂房砖混二丙三、电气1. 供电负荷及供电方式各装置大部分负荷属 II 类负荷;少部分负荷如仪表电源、计算机系统、报警及安全联锁系统等属I类负荷； 其它270、如机、 电、 仪修及辅助生活设施等属III类负荷。 本工程采用两回路供电，电源可靠。对于I类负荷设事故柴油发电机和UPS装置加以保证。 2在主控室、电气开关室、生产场地的重要场所设置事故照明，供紧急处理事故和人员疏散用。 3整个工艺装置区和成品贮运区均为火灾爆炸危险场所区，设计按照规范划分爆炸危险区域，选用相应的防爆型电气设备、仪表和开关等，并按规范进行电源配线。 4本工程设计中采取了可靠的防雷保护及静电接地措施，以消除事故隐患。四、暖通1 本工程界区内以自然通风为主，辅以机械通风。排除物质主要为生产中散发的各种有害气体如氢气、一氧化碳、甲醇、氨气体、硫化氢、NOx及余热等。 2 通风、空调管271、道的材质均采用不燃玻璃钢，保温材料也为不燃型。管道内阻火阀门为防烟、防火调节阀，设置在风管穿墙处。 3 火灾时，风机启动排除室内烟气。 4 本工程采暖系统的设计符合防火规范的要求。11.4 设计中采取的主要防火措施1本项目在装置的平面布置中，将根据工艺流程、生产特点及火灾危险性，结合设备布置情况精心安排，设备与设备间留有足够的安全间距，同时保留装置区周围的环状消防通道和装置区内的安全通道，以利于消防安全和紧急疏散。 2各装置将尽可能采用露天化或半露天化设计，以防止可燃、有毒气体积聚，并贯彻“五化”原则。各建构筑物建材的选用、楼梯、门窗的设置将按有关规范要求进行设计，各主要生产性建构筑物按地震烈272、度7度设防。 3根据规范划分危险区域，选用相应防爆等级的电气设备和仪表，按规范配线。对厂房、各相关设备及管道设置防雷及防静电接地系统。 4建构筑物内设置足够的安全出口，并设置事故照明设施及安全疏散标志，有利于事故时现场操作人员应急操作及撤离。 5在可能泄漏一氧化碳、氢气、硫化氢等可燃气体较大的地方设置有毒气体检测报警仪，以便及时发现和处理气体泄漏事故，确保装置安全。 6对贮存、处理和输送易燃易爆物料的工艺设备和管线，如输送氧气、原料气、合成气的管线等均做防静电接地措施，以防止产生静电火花引起火灾、爆炸事故。工作接地、防雷接地和防静电接地相互连接，并同工厂现有接地网连成一体，要求接地电阻值不超过273、1欧姆。 7生产系统严格密封，防止有毒和可燃气体外窜。主要设备如脱硫设备、工艺冷凝液汽提塔、合成气循环气联合压缩机、硝酸四合一机组等，进行优化设计，从工艺及安全的角度，选用可靠的材料以防腐蚀和防泄漏，做到设备本身安全。对压力容器及管道设置安全阀、防爆膜等安全设施。 8对危险性较大的关键设备，如合成气循环气联合压缩机等均设有先进的联锁保护和紧急停车系统，以防火灾爆炸和设备破坏事故。 9根据生产的火灾爆炸危险性确定各新建和扩建建构筑物的结构形式、耐火等级、防火间距及建筑材料等，其耐火等级均达到 2 级。各新建和扩建的建构筑物的楼梯、门窗、应急照明以及安全出口的设置，均按规范要求进行设计。对存在爆炸274、危险的厂房其防爆泄压面积系数将在0.05以上。10根据规范对设备支撑钢结构、管廊钢结构等采取耐火保护，使其达到耐火要求。 11本项目对有可能受到火灾影响的新增设备的支座、裙座进行耐火保护，将采用传统的保温层+耐火水泥的保护结构和涂刷厚型无机防火涂料相结合的方法。 12在各危险地点和危险设备处，设立安全防火标志如“严禁烟火” 、 “禁止吸烟”等或涂刷相应的安全色。11.5 灭火系统一、消防系统设计原则 本项目消防系统的设置以生产装置同一时间发生火灾次数为 1 次，火灾延续时间为3小时设计。 二、消防设施简介 根据规范，本项目设置的消防设施主要包括以下设施： 水消防系统 灭火器 火灾报警系统 可燃275、气体探测系统 消防站（依托济宁化工园区消防站） 三、消防系统 1高压水消防系统 根据石油化工企业设计防火规范 （GB50160-92）规定，主要生产装置区设置高压水消防系统。生产装置同一时间火灾次数以1次计，火灾延续时间以3小时计，高压消防水设计流量300升/秒，供水压力0.91.0Mpa。本项目建设消防水加压及贮存设施。消防水贮量为4000m3，设有供水能力 300 升/秒和扬程 100 米高压消防水泵一组以及供水能力 5升/秒和扬程110米稳压消防泵组等专用高压消防系统。 2室内水消防系统 根据建筑设计防火规范 （GBJ16-87）规定，室内消防用水量为 15l/s，由生产消防水系统提供。276、 3灭火器 根据建筑灭火器配置设计规范 （GBJ140-90）及其它防火规范，在各装置、各建构筑物内配置适量手提式和推车式灭火器，以利扑灭初起火灾。第十二章 经济影响分析312.1 工程概况本工程投资估算范围为为济宁化工园区建设合成氨、尿素、硝酸、硝基复肥及其他精细化工项目。生产规模为30万吨/年合成氨，30万吨/年尿素，15万吨/年硝酸，60万吨/年硝基复肥、2.5万吨/年乌洛托品， 2*5万吨/年液体二氧化碳， 2*8万吨/年甲醛， 5万吨/年甲缩醛等。主要包括空分、煤储运、煤浆制备、气化、渣水处理、变换、低温甲醇洗、液氮洗、硫回收、合成气压缩、氨合成、 氨罐区、CO2压缩、尿素、硝酸、硝277、基复肥、乌洛托品、液体二氧化碳、甲醛、甲缩醛、循环水、DCS 控制系统等主要生产装置， 以及相应配套的公用工程、辅助生产设施等以及工程建设其他费用。估算依据主要包括： l 国家发改委和建设部联合颁布的建设项目经济评价方法和参数（第三版）。 l 中国石化建200882号石油化工工程建设设计概算编制办法。 l 中国石化建200881号石油化工工程建设费用定额（2007版）。l 中国石化咨（2006）203号石油化工项目可行性研究投资估算编制办法、中国石油化工项目可行性研究技术经济参数与数据 2006。 l 财政部、国家安全生产监督管理局文件，财企（2006）478号高危作业企业安全生产费用财务管理278、暂行办法。 l 国家计委、建设部（计价格200210号）关于发布工程勘察设计收费管理规定的通知。 l 发改价格（2007）670号建设工程监理与相关服务收费管理规定。主要设备价格参考近期订货合同价、询价资料和有关报价资料，安装工程和建筑工程费用参照类似工程资料并结合当地现行建筑安装材料价格进行估算。 本项目工程建设其他费用参考有关文件规定并结合项目实际估算。其中建设单位管理费、临时设施费等参考中国石化建 200881号石油化工工程建设费用定额。本工程基本预备费按9%计取。 本工程建设工期拟定30个月。 流动资金估算采用分项详细估算法,各项资金周转天数为应收款 35天、主要原料煤、燃料煤15天、279、催化剂化学品30天、产成品1天、应付帐款30天。12.2 产品、副产品的规格及规模气体产品、副产品的规格及规模序号名 称规 格小时产量年产量1液氧O299.8GB/T3863-20081000 Nm310286t2液氮N299.98%、O210ppmGB/T3864-20081000 Nm39000t3液氩O22ppm、N23ppmGB/T4842-20061300 Nm316714t4硫磺GB/T2449-2006优级品0.4t2880t5液氨GB536-88优等品41.67t300000t6蒸汽3.82Mpa107t770400t蒸汽1.0Mpa11t79200t7CO2气CO298.5%280、(V%)H2S+COS5mg/Nm3CH3OH250mg/Nm30.11MPa（G）31t223200t8尿素GB2440-2001一级品41.67t300000t9硝基复肥GB/T2450-2006优级品83.33t600000t10各类石膏粉： GB/T2550-2007优级品26.16t188350t原辅材料的规格和供应序号名 称规 格单位年用量来源备注1原料煤固定炭65%灰分12%万吨/年41.8608神华1号暂按神华煤计算2添加剂含固量30%吨/年1575.9外购3絮凝剂吨/年3.7外购4分散剂吨/年125.5外购5分子筛UOP-13X-APG吨/年17.28厂家提供按6年计6Al2281、O3WHA-103吨/年16厂家提供按6年计7变换催化剂CoO、MoO3吨/年26外购一变2年计，二、三变5年计8甲醇满足GB338-2004吨/年444外购9液氮洗分子筛Si、Al（UCC5A沸石分子筛）吨/年8.2厂家提供按3年计10硫回收催化剂CRS-31、CR-3S、KF756、D1651吨/年3.4厂家提供按5年计11氨合成催化剂FeO、CaO、K2O、MgO、Al2O3、Fe2O3吨/年10.5厂家提供按10年12CO2脱氢催化剂。吨/年1.7厂家提供1年13CO2脱硫催化剂FeO吨/年45厂家提供1年14硝酸催化剂Pt吨/年0.018外购1年本工程水、电、汽等动力规格及用量见下表282、（含硝基复肥消耗）序号名 称规 格单 位用 量备注小时用量年用量1蒸汽 3.82MPa（G）t-27-194400蒸汽1.0MPa（G）t-11-792002电10kV，380VkWh764415.5037521083循环水t=10t333872.4038641084脱盐水锅炉给水等t1289.1261055新鲜水t13921.002241076燃料气NM32.711950012.3 项目总投资按国务院35号文，项目计算资本金基数的总投资包括建设投资、建设期利息、铺底流动资金。按方法与参数项目总投资（总资金需求量）包括建设投资、建设期利息、流动资金。铺底流动资金为流动资金的30%。 项目总投资283、348053万元。本项目资金构成如下：项目建设投资：265806万元； 建设期利息： 13706万元； 流动资金: 68541 万元； 12.4 资金使用及筹措逐年的资金使用安排情况及其相应的筹资附表。项目的建设投资、建设期利息、流动资金均由自有资金支付。本项目资本金占计算资本金总投资的100%。本项目投资总额和资金筹措表（单位：万元）序号项 目合 计1231投资总额3480531.1建设投资2658061.2建设期利息137061.3流动资金685412资金筹措2.1资本金85562建设投资借款200806流动资金借款4797912.5 财务评价 营业收入本项目主要产品销售收入表如下：序号产284、品小时产量(/h)年售量单价 (含税价)年销售收入(万元)1 普通尿素（t）20.831500002050307502大颗粒尿素（t）20.831500002150322503商品氨1.4410400270028084喷浆造粒复肥（t)27.782000002550510005高塔造粒复肥27.782000002250450006高塔造粒复肥27.782000002450490007液体二氧化碳13.8910000080080008甲醛4.173150045009乌洛托品3.472.584002100010甲缩醛6.94552002600011液氧(Nm3) 1.43102860.772112285、液氮(Nm3) 1.590000.664813液氩(Nm3)2.3167142331214硫磺（t)0.42880100028815石膏粉（t）26.16188350220414416中压蒸汽3.82MPa（t)3.542550020051017中压蒸汽 2.5MPa（t）25.5183600190348818低压蒸汽1.5MPa（t)42880018051819低压蒸汽 0.5MPa（t)352520001503780 合计288317 生产成本本次成本测算中的消耗指标均以工艺专业的设计指标为依据：主要消耗计算表序号项目消耗量年耗量单价年总价单位含税价(元)万元1原材料及辅助材料原料煤T62286、000082951398磷矿石T1200008309960氯化钾T28600357010210硫酸钾T110000372040920硫酸铵T5760014508352氯化铵T2420012302977磷酸一铵T84200320026944硫酸T1044006006264CO变换催化剂Kg26000120312硫回收催化剂Kg340015051添加剂Kg15759002.3363絮凝剂Kg320032.810.5分散剂Kg1255008.8110分子筛Kg172802035Al2O3Kg16000813甲醇Kg4440003133液氮洗分子筛Kg82002521氨合成催化剂Kg105008084287、CO2脱氢催化剂Kg17007513CO2脱硫催化剂Kg450001.67.2硝酸（Pt）催化剂Kg1810001.8编织袋个22300000366902燃料和动力电KWh5023008000.81240787新鲜水T100224001.962004循环水T2403864000.24789脱盐水T9126008730燃料气NM3195002.85.53工资和福利费人(全厂）1039600006234小计制造费用4基本折旧费16187555维修费2.5%75026其他制造费用0.5%1500小计7生产成本247175液氨消耗(年产30万吨)序号项目单位小时消耗年耗量1尿素装置t24.581770288、002硝酸装置t13.1471753硝酸磷钾肥装置t3.47208454硝基复肥其余装置t3.144580合计t289600 税金计算 企业每年缴纳城市维护建设税及教育费附加。城市维护建设税及教育费附加分别为增值税额的7%和3%。按照国家及地方政府的有关规定，从项目获利年度起，企业应缴纳所得税，所得税税率为当期应纳税所得额的25%。经计算：本项目的正常年销售税为842万元，正常年所得税额为10075万元。 利润本项目的正常年销售利润为40301万元，税后利润为30226万元。按有关规定，以税后利润的10%提取法定盈余公积金。 财务现金流量分析评价对全部投资现金流量和自有资金现金流量进行了计算，289、几个主要财务评价指标见下表。本项目从附表可以看出，税后全部投资财务内部收益率为F13.35%，投资回收期为G8.3 年，项目的财务评价指标较好。项 目单 位指 标备注1. 全部投资评价指标1.1 所得税后指标财务内部收益率%13.35%投资回收期年8.3财务净现值万元61119Ic=10%2.投资利润率%13.53%3.投资利税率%16.69%4.资本金内部收益率%19.22%所得税后12.5.6 资金来源及运用分析资金来源：建设期的资金来源为自有资金、长期货款及流动资金；正常生产期还包括利润总额、折旧及摊销等。资金运用：建设期的资金运用为固定资产投资、建设期利息及流动资金；正常生产期还包括支290、付所得税、职工奖励福利基金、应付利润、借款本金偿还等。项目的财务状况较好。 敏感性分析经济分析所采用的基础数据是预测的，在实际经营中很可能发生变化，为了分析各因素对经济效益的影响，特做敏感性分析。敏感性分析结果见下表和图。从上图的分析结果可以看出，各种因素的变化对项目全部投资所得税后内部收益率的影响程度不同，按敏感程度排序由大到小依次为：销售价格、原材料价格、建设投资、负荷。产品销售价格为最敏感因素，当产品销售价格降低8%时，项目的内部收益率就降至设定的基准收益率，因此价格风险较大。而原材料的敏感度仅次于产品的销售价格，即当原材料价格上涨8%时，项目的内部收益率就降至设定的基准收益率。从方案的291、角度来讲，应该对产品价格进行更进一步更准确的测算，因为从项目风险的角度来讲，如果未来产品价格发生变化的可能性较大，则意味着这一投资项目的风险亦较大。下表给出了产品产量、产品售价、建设投资、成本四个单因素分别变化对财务内部收益率的影响。从表中看出单因素产品售价是较敏感因素，对内部收益率影响较大，产品产量、成本对收益影响次之，而建设投资对内部收益率影响较小。但一般情况下，生产过程中不会出现仅单一因素的变化，往往是产品价格与原料价格相互关联、同时变化，这样对企业的收益影响就不会很大。本项目敏感性分析表(全部投资税后IRR变化)序号项目变化幅度财务分析指标备注FIRRFNPVPt1产品价格20%26.292、46%2657265.58最敏感因素10%24.92%2346825.78-10%7.07%-7575011.58-20%4.87%-10679313.432原料动力价格20%2.96%-13708815.1910%10.22%-287719.74-10%22.65%1877046.1-20%28.26%2959415.323建设投资20%13.61%317338.3410%15.03%555907.85-10%18.63%1033616.89-20%20.95%1272766.444生产能力20%21.09%1644606.4410%18.95%1219636.85-10%14.26%369293、698.04-20%11.65%-55288.9612.5.8 经济评价指标汇总表序号项 目单 位指 标备 注1总投资万元3485032建设投资万元2658063建设期利息万元137064流动资金万元685415年销售收入万元/年288317平均6年总成本万元/年247175平均7销售税万元/年842平均8年销售利润万元/年40301平均9所得税万元/年10075平均10所得税后利润万元/年30226平均11贷款偿还期年8自建设之日起12投资利润率%13.53%13投资利税率%16.69%14内部收益率(全投资）所得税前%16.69%所得税后%13.35%15净现值（全投资）所得税前万元79466Ic=12%所得税后万元61119Ic=102%16投资回收期（全投资）所得税前年7.36自建设之日起所得税后年8.3自建设之日起17内部收益率(资本金）所得