1、公司合成氨及尿素生产工程建设项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月XX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5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1-11.1 概 述1-11.2 项目提出的背景及项目建设的必要性1-61.3 项目研究的工作范围1-111.4 可行性研究报告结论1-12、2第二章 产品市场分析预测2-12.1 产品用途2-12.2 国内外市场分析预测2-12.3 尿素价格分析2-8第三章 产品方案和生产规模3-13.1 产品方案的选择与比较3-13.2 产品、副产品的品种、数量及质量标准3-5第四章 技术方案4-14.1 概 述4-14.2 气 化4-24.3 变 换4-234.4 低温甲醇洗4-264.5 气体精制4-314.6 压缩、氨合成、氨库、氨回收4-344.7 硫 回 收4-414.8 合成氨生产原材料及动力消耗量4-474.9 尿素装置4-484.10 合成氨、尿素生产流程示意4-614.11 空 分4-624.12 制 冷 站4-684.13 3、自控技术方案4-724.14 主要设备一览表4-794.15 引 进设备表4-924.16 铁路运输超限设备表4-92第五章 原材料及动力的供应5-15.1 原材料、燃料、动力和辅助材料及化学品需用量5-15.2 原料供应的可靠性5-25.3 供 水5-65.4 供 电5-65.5 燃料供应5-6第六章 建设厂条件和厂址方案6-16.1 建厂条件6-16.2 厂址选择方案6-3第七章 公用工程、土建和辅助设施方案7-17.1 总图运输7-17.2 给、排水7-67.3 供电及通讯7-177.4 供 热7-387.5 固体原料、产品贮运7-477.6 采暖通风及空气调节7-567.7 化 验7-4、597.8 空 压 站7-687.9 外 管7-697.10 建筑结构7-697.11 维 修7-787.12 火 炬7-79第八章 节 能8-18.1 编制依据8-18.2 编制原则8-18.3 项目能耗指标8-18.4 节能措施综述8-4第九章 环境保护9-19.1 工厂概况9-19.2 建设地区环境状况9-29.3 设计依据9-39.4 主要污染源和主要污染物9-89.5 “三废”治理方案及环境影响分析9-119.6 环境影响分析9-159.7 绿 化9-169.8 环境管理及监测9-169.9 环保投资概算9-16第十章 劳动安全与工业卫生10-110.1 劳动保护与安全卫生10-115、0.2 生产过程中危险有害因素的分析10-310.3 设计中采取的防范措施10-810.4 安全卫生管理机构10-1310.5 安全卫生投资估算10-13第十一章 消 防11-111.1 工程概述及消防环境现状11-111.2 设计依据11-111.3 工程的火灾危险性分析11-211.4 工程设计中的安全措施11-311.5 消防设施和措施11-411.6 消防投资估算11-5第十二章 工厂组织及定员12-112.1 企业组织12-112.2 化肥厂总定员12-212.3 人员来源与培训12-3第十三章 项目实施计划13-113.1 项目实施办法13-113.2 项目建设周期的规划13-116、3.3 实施计划进度13-213.4 项目实施规划进度表13-3第十四章 投资估算14-114.1 投资估算编制依据14-114.2 建设投资估算14-114.3 建设期利息估算14-314.4 流动资金估算14-314.5 总投资估算14-3第十五章 资金筹措15-115.1 资金筹措渠道15-115.2 资金来源15-115.3 资金使用计划15-1第十六章 财务、经济评价16-116.1 财务评价内容及编制依据16-116.2 财务评价基础数据与参数选取16-116.3 销售收入与成本费用估算16-216.4 财务评价16-316.5 不确定性分析16-416.6 评价结论16-6第十七7、章 社会评价17-117.1 项目对社会的影响分析17-117.2 项目与所在地互适性分析17-117.3 社会风险分析17-217.4 社会评价结论17-2第十八章 风险分析18-118.1 项目主要风险因素识别18-118.2 风险程度分析18-118.3 防范和降低风险对策18-3第十九章 结论和存在问题及建议19-119.1 综合评价19-119.2 存在问题及建议19-21 第一章 总 论1.1 概 述 项目名称、建设单位概况项目名称：内蒙古XX科技股份有限公司30万吨/年合成氨、52万吨/年尿素工程 建设单位概况(1)建设单位建设单位：内蒙古XX科技股份有限公司公司性质：股份公司法8、定代表人：XX建设地点：内蒙古XXXX工业开发区 (2)建设单位概况内蒙古XX农药股份有限是国家石油和化学工业局定点合成农药生产厂家，也是内蒙古自治区唯一一家生产合成农药的企业，并且已被自治区确定为农药生产基地。公司始建于一九九七年，原名称为“内蒙古XX农药股份有限公司”，2006年5月11日，为适应把企业做大做强的需要，在原公司剥离出“内蒙古XX科技股份有限公司”,注册资本8000万元，准备上市。目前，公司已形成合成和加工农药50000吨/年的生产规模，并有20000吨/年的农药中间体生产车间两个，为农药生产提供基础原料。公司现有占地20万平方米，建筑面积21615平方米。公司现有固定员工39、01人，具有高级技术职称、大、中专以上学历48人，专职研发人员35人。公司下设一个省级农药研究中心，和博士后科研工作站，集科研、生产、检测、销售和售后服务于一体，自成立以来已取得了良好的经济效益和社会效益。公司自组建以来，确定了“以质量求生存，以科技求发展”的经营思路。以高科技产品为发展中心，充分利用XX地区和松嫩平原得天独厚的农业主体优势，在农药上大做文章，利用高新技术产品优势，加大企业发展的力度。公司现主要产品有96%以上乙草胺原油、99%、90%、50%乙草胺乳油、90%95%异丙草胺原油、72%异丙草胺乳油、丙草胺原药及丙草胺乳油、90%以上乙羧氟草醚原油、10%乙羧氟草醚乳油、75%10、滴丁乙乳油等19个除草剂品种。主要用于玉米、大豆、花生、棉花、马铃薯等农作物除草，由于质量好、价格低、高效、低毒、对人畜安全及不污染环境等特点,深受农民欢迎,近几年现金直销，还供不应求。90%乙草胺乳油曾获得内蒙古自治区石油化学工业厅“一九九九年度科技进步一等奖”； 2000年荣获“XX市科技进步一等奖”；2001年获内蒙古自治区政府“科技进步三等奖”； 20%氯嘧磺隆可溶性粉剂曾获得内蒙古自治区石油化学工业厅“一九九九年度科技进步二等奖”。2000年公司被内蒙古自治区科委认定为高新技术企业，并于2002年公司产品通过了ISO 9001质量管理体系认证，取得了自营进出口权；并且2002年企业产11、品72%异丙草胺乳油被国家五部委认定为“国家重点新产品”。同时企业被国家农业部乡镇企业局评定为“2003年度诚信守法乡镇企业”；被国家石油和化学工业协会、中国化工企业管理协会授予“优秀私营化工企业”的称号。被XX市工商局评为“守信用重合同企业”。银行信用等级近四年连续被评为“AAA”级，2004年被内蒙古自治区地方税务局评定为“A级纳税信用企业”。2005年我公司被内蒙古自治区科学技术厅评为明星民营科技企业；96%以上乙草胺原药及99%乙草胺乳油项目被国家发改委列入国家农药结构调整国债项目，得到1056万元的资金支持；99%乙草胺乳油项目被列为国家火炬计划项目，被自治区政府评为名牌产品，公司生12、产的“吊桥牌”乙草胺被国家质量监督检验检疫总局评为“中国名牌产品”，“吊桥牌”商标被国家工商行政管理总局认定“中国驰名商标”。经XX市中小企业评级评审委员会审定，授予AAA级信用等级。总经理赵洪玉同志当选2006年全国石油和化工优秀民营企业家。2007年获内蒙古自治区“高新技术企业十强”称号、XX市“非公经济十佳企业”称号。公司有科研实力雄厚的农药研究中心，产品科技含量高，主导产品技术国内领先，生产成本低，市场优势明显；研制开发的产品都是国家当前鼓励发展的高效、低毒、安全除草剂新品种。产品已经间接出口到东欧、非洲等国家和地区。2008年公司年营业收入14362万元，年净利润2243.40万元，13、研发投入265万元。总资产24061.29万元，净资产13000万元，资产负债率45.97%，净资产收益19.18%。内蒙古XX科技股份有限公司，拥有一支实力较强的科研开发机构作为企业可持续发展的源动力，并为企业的持续健康发展奠定了坚实的基础。作为企业的技术创新和新产品开发的科研基地，内蒙古XX科技股份有限公司下设的内蒙古自治区农药（除草剂）工程技术研究中心和博士后科研工作站，自一九九九年成立以来，密切跟踪和捕捉国内、国际同类产品的最新信息，加大了农药及化工产品技术开发创新和推广咨询服务的力度，适时研制出了许多新的产品抢占市场；同时，积极拓展与区内、外科研院所和专业院校的联系渠道，不断增添试验14、内容，从不同角度取得了实验数据，为走上产、学、研一体化的道路奠定了基础，为生产适销对路的高质量产品提供了保证。目前企业已成功研制和开发出了21种不同用途、不同类型的除草剂产品，这些产品科技含量较高，完全可替代进口产品，发展前景广阔，并且企业拥有这些产品的自主知识产权。随着振兴东北老工业基地发展战略的实施,近年来, XX市煤炭大型能源基地建设加快，为建设煤化工项目提供了可靠的能源保证。XX是煤炭资源富集区，目前XX市将为实现煤炭高效转化，重点发展煤化工产业搭建平台。内蒙古XX科技股份有限公司正是利用这一有利时机，在分析了煤制化肥的战略意义、 经济意义和环保效益后，结合当地煤炭资源丰富、配套设施完15、善、建厂条件等优势，制定了发展煤制合成氨的煤化工产业战略，提出建设年产30万吨合成氨、52万吨尿素项目的设想，以加快实施资源转化战略，全面推进工业化进程，发展循环经济；并充分发挥当地资源优势，加大企业发展力度，促进地方经济快速发展。目前，内蒙古XX科技股份有限公司已与昆吾九鼎投资管理有限公司达成合作协议，共同投资建设30万吨/年合成氨、52万吨/年尿素工程。 可行性研究报告编制依据和原则.1 可行性研究报告编制依据(1)设计委托书。(2)内蒙古XX科技股份有限公司与内蒙古轻化工业设计院有限责任公司签订的编制30万吨/年合成氨、52万吨/年尿素项目可行性研究报告的合同；(3)内蒙古XX科技股份有16、限公司提供的可行性研究报告基础资料。(4) 国家发展计划委员会办公厅投资项目可行性研究指南。.2 编制原则(1)严格执行国家和各部委颁发的现行标准和规范的要求，在稳妥可靠的前提下实事求是地优化各项成本要素，最大限度地降低项目的产品成本，提高项目的竞争力。(2)充分利用所选厂址当地的辅助设施和有利条件，以节约投资、提高企业的经济效益。(3)工艺技术力求先进可靠，达到国内先进水平。(4)严格控制污染物的排放，对排放的污染物进行严格有效的治理，污染物的排放达到国家及地区的环保要求。(5)重视生产过程的安全、卫生、劳动保护和消防工作，确保工厂安全运行，保护劳动者的健康。(6)主要设备立足国内制造，形成17、具有特色的以煤为原料的国产化大氮肥生产技术。(7)工程设计采用的设计标准、规范基本以国家标准及规范为准，部分引进设备可采用国际标准。1.2 项目提出的背景及项目建设的必要性 项目提出的背景目前在我国化肥市场上，氮肥已基本达到了供需平衡，但是，随着加入WTO承诺的实施、高度依赖煤碳的氮肥产业随着煤碳资源产业结构的调整也必然随之发生适应性调整，因此，这一平衡是暂时而又非常脆弱的，其最主要的原因有：(1)国内中小氮肥企业提供了氮肥供应总量的60%以上，而这些中小氮肥企业由于历史的原因普遍以优质无烟块煤为原料，又采用了落后的UGI工艺造气和高压法合成氨，尿素装置几乎全部采用了水溶液全循环法生产工艺。这18、种生产技术，对原料质量要求高，导致了原料来源紧张，因而成本高，一旦失去国家的扶持，绝大多数中、小氮肥厂便难以生存。(2)做为国内氮肥主要供应商的中小氮肥企业，普遍存在着生产规模小，生产技术落后，耗水高、耗电大，是耗水耗电大户，生产装备水平低，环保水平差等诸多问题。特别是“三废”排放量大，绝大多数企业无力治理，本来产品成本就很高，再加上“三废”处理费用，企业将无力承受其高昂的生产成本，面临改造或关停并转的生存问题。(3)国内有30多套大型氮肥生产装置，这些生产装置提供国内氮肥需求量不足40%。即使这些装置经挖潜改造完全发挥最大生产能力，也是极为有限的。一旦部分中小氮肥企业退出，也无力填补由此而造19、成的巨大缺口。(4)我国煤炭资源丰富，分布广泛，是我国的能源优势。但30多套大氮肥装置中只有两套装置是以煤为原料的，其它装置是以天然气和渣油、轻油为原料(部分大化肥厂正在进行油改煤技改工程)。根据我国的资源状况，天然气供应不足，渣油、轻油价格波动太大，这些企业都已亏损，都在积极改变原料路线。应当大力发展以煤为原料的大型氮肥生产装置，充分发挥煤碳能源优势，实现氮肥产业与煤碳资源紧密配置与结合。(5)自2007年1月1日起，由于我国对进入WTO的承诺，化肥将与国际市场接轨，国家的扶持及一切优惠政策将被取消。届时，煤价将左右国内化肥企业的竞争能力和化肥企业的生死存亡。没有煤碳资源而又远离煤碳资源的化20、肥企业会在煤碳价格的拉动下，在激烈的竞争中将被挤出市场。因此，在可预见的时期内，紧密依赖煤碳资源的化肥产业一定会在煤碳资源的导演下重新组合。这就是本项目提出的最重要的产业发展背景。 项目建设的必要性及意义.1 我国农业发展的需要随着国家粮食补贴等相关政策的实施，农民种粮食的积极性有较大的提高，农用尿素施用量增大。我国人口增长对粮食、肉类、蛋、奶的消费量的增加，林业、畜牧业的发展等，化肥的施用量逐年增加。近20年来，我国平均每年化肥施用量增加150万吨以上。同时随着我国经济的快速发展，尿素在人造板、三聚氰胺、塑料、涂料、油漆、医药以及反刍动物饲料等行业对尿素的用量增加较快，近几年我国尿素的用量都21、将保持10%的速度增长。根据国家有关部门的预测，预计20072020年，我国对化肥的需求年增长率在1.5%2.5%之间，其中尿素的需求量约占总量的65%70%左右。国家煤化工产业中长期规划确定了蒙东(辽西)煤化工产业区。蒙东地区煤炭保有储量910亿t，占全区储量的41%，以褐煤和低变质烟煤为主。重点依托锡林郭勒、霍林河、XX煤资源，综合考虑水资源、交通等条件，建设大型煤化工生产基地。.2 企业发展的需要随着经济社会的持续快速发展，我国面临的资源约束和环境压力形势日趋严峻。我国的所有企业都应该以科学发展观为指导，坚持资源开发与节约并重、把节约放在首位的方针，以优化资源利用方式为核心，以提高资源利22、用效率和减少废物排放为目标，以技术创新和制度创新为动力，加快产业结构调整，走新型工业化道路。内蒙古XX科技股份有限公司积极推进投资多元化、产业多元化和经营管理型的企业发展理念，提出建设一套化肥装置，优化产业链，加大企业发展力度。并提高地区的资源利用率，加快产业结构调整。项目实施后要达到如下目标为：(1)装置大型化，最小经济规模为30万吨/年合成氨。(2)采用新技术，使能耗降至50GJ/t氨以下。(3)原料在合成氨成本中一般占60%，项目采用价廉易得、以本地区的褐煤为原料，使尿素成本低于1120元/吨。(4)尽可能采用国产设备与技术，使投资减少。(5)技术装备水平达到国内先进水平，大型机泵综合效23、率达82%以上，做到热能综合平衡，自动化水平在DCS基础上实现优化智能控制。(6)提高资源利用率，大大减少环境污染，实现循环经济。达到以上目的的新建化肥厂将以全新的面貌，低生产成本进入市场竞争，迎接新世纪的挑战。 项目建设的有利条件 (1)政策及发展环境的优势二十一世纪初,中国经济迎来了新一轮增长周期,重工业、制造业经过结构调整进入了新的发展时期，近年化工和装备工业的快速增长，是影响经济增长的重要因素，在我国国民经济中占有十分重要的经济环境和日益增长的市场需求，随着国家西部大开发战略的进一步实施，中央加大了对西部地区的投资力度，相关西部地区发展的重大项目已取得实质性进展。大规模基础设施的建设将24、极大地带动化工工业等的高速发展，对化工产品的需求越来越大。内蒙古自治区政府和XX市政府非常重视和支持当地发展煤化工产业，并对发展煤化工产业提供了可靠的政策保障，这对于加快项目的实施意义十分重大。目前，XX市紧紧抓住国家开发中西部能源基地建设及振兴东北老工业基地发展战略的良好时机，积极发展区域经济，不断调整生产布局和产业结构，坚持实施资源转换战略，发展以煤炭为原料的基础工业，是XX市的既定方针。 (2)资源优势XX市境内储有极为丰富的能源矿产资源。新巴尔虎左旗三角地煤田位于XX市境内，煤炭总储量2.6亿t。可为项目生产提供稳定、可靠的原料供应。XX市人民政府及扎兰屯市人民政府已对内蒙古XX科技股25、份有限公司煤化工项目配备煤资源的请示进行了批发。两级市政府同意将新巴尔虎左旗三角地煤田的3553万吨煤炭资源配备给内蒙古XX科技股份有限公司煤化工项目。(3)拟建项目与地区规划新建30万吨/年合成氨，52万吨/年尿素项目，拟建XXXX工业开发区内，XXXX工业开发区的产业发展是以国家产业政策为指导，针对国内外市场状况，结合当地的资源条件，提出以新能源化工产业为主导，采用上下游一体化的发展方式，充分利用资源，注重产品链的延伸，提高产品附加值，将基地建设成为规模经济、技术先进、清洁生产、循环经济特色鲜明的大型新能源化工生产基地。在此基础上，根据资源、市场、技术等基础条件，综合考虑有关背景情况，进行26、了基地产品链的设计，确定XXXX工业开发区的产业发展由清洁能源、煤炭化工产品及下游产品三大产品链构成，通过上下游延伸发展，构成以清洁能源、有机原料、合成材料等产品为主干的产品结构。(4)通讯业及其他扎兰屯市电信业近过大年来通规模技术升级和设备改造，目前已实现了与世界先进通信技术和装备同步发展。电信网络实现全旗各个苏木乡镇和绝大部分人口相对集中的村，并实现了512K以上宽带高速接入，绝大部分用户可以实现8兆以上光缆接入。(5)环保容量大，适合大型煤化工项目的建设扎兰屯市位于内蒙古自治区东部，属于温寒带干旱、半干旱大陆性季风气候区，一年四季多风少雨，空气流动性好，有利于废气、粉尘的扩散；且项目所在27、地区域内，人口密度小，环境容量大，完全适合建设大型煤化工项目的环保和卫生防护要求。1.3 项目研究的工作范围本项目可行性研究报告的研究范围针对以褐煤为原料，采用先进技术建设的30万吨/年合成氨、52万吨/年尿素生产装置及相应的辅助生产设施及配套的公用工程设施。1、生产装置包括：气化装置：分为煤粉制备、输送、煤气化、排渣及灰水处理工段；煤气净化装置：分为变换、低温甲醇洗、液氮洗、硫回收工段；合成装置：分为压缩、合成、氨回收、氨库工段；尿素装置：分为CO2压缩、合成、浓缩、造粒工段2、全厂公用工程、辅助设施和服务设施包括：总变电所、锅炉房、空分、制冷站、脱盐水站、空压及制氮、中央化验室、维修间(机28、电、仪的日常保养、维修)、全厂总图运输、全厂供排水、全厂供电、全厂电信、全厂消防、全厂外管网、循环水站、污水处理站等。针对上述内容，本项目可行性研究重点从市场、工程技术和经济上的可行性、合理性进行分析论证,其主要内容有： (1)对产品市场需求进行预测； (2)确定产品方案及建设规模； (3)确定工艺技术方案、设备方案、工程方案并进行比选论证； (4)落实原辅材料、燃料及动力供应方案； (5)对公用工程及辅助设施进行方案设计； (6)提出环境保护、劳动安全卫生及消防措施； (7)制定项目实施进度计划； (8)对项目投入资金进行估算，并制定筹资计划；(9)对项目进行财务评价，并作出结论。1.4 29、可行性研究报告结论1.4.1项目投入资金及效益情况本项目总投资为285726.01万元，其中：建设投资263853.88万元，建设期利息18650.78万元，铺底流动资金3221.35万元。项目投产后整个运营期的平均利润总额为23923.94万元，平均利税总额为24561.21万元，总投资收益率：9.33%，资本金利润率：18.18%，项目财务内部收益率为：9.23%(税后)、11.34%(税前)，投资回收期为(含建设期三年)：10.45年(税后)、9.51年(税前)。 简要结论本工程以褐煤为原料，充分利用内蒙古XX丰富的煤炭资源以及国家实施振兴东北老工业基地发展战略的优惠政策，建设年产30万30、吨合成氨、52万吨尿素装置，采用国内外先进的生产技术。项目产品能耗、环保、效益等诸项指标均居于同行业前列，市场竞争力较强，因此项目是可行的。 主要技术经济指标表主 要 技 术 经 济 指 标 表序 号项 目 名 称单 位数 量备 注一生产规模合 成 氨万吨/年30尿 素万吨/年52二产品方案1尿 素万吨/年522副产：硫 磺吨/年4912液 氩吨/年7384三年操作时间小时8000四主要原材料、燃料用量1原 料 煤吨/年5389462燃 料 煤吨/年467240五公用工程消耗1新 鲜 水万t/a386.42耗 电 量万kwh/a10836.98六运 输 量吨/年17047491运 入 量吨/年31、10157332运 出 量万吨/年689016七劳动定员人678八占地面积公顷60九经济指标1总 投 资万 元285726.01(1)建设投资万 元263853.88(2)建设期利息万 元18650.78(3)铺底流动资金万 元3221.352销售收入万 元81582.313增值税、销售税金及附加万 元8039.574利润总额万 元23923.945所 得 税万 元5980.996总投资收益率%9.337资本金利润率%18.188财务净现值万 元43630.84税 前4033.35税 后9财务内部收益率%11.34税 前9.23税 后10投资回收期年9.51税前(含建设期)10.45税后(含建32、设期)11总 成 本万 元53757.8112盈亏平衡点%49.1113资本金内部收益率%16.0914利税总额万 元24561.21平均值2 第二章 产品市场分析预测2.1 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。农业用尿素占90%，10%用于工业。农业上尿素可作单一肥料、复合肥料、混合肥料及微肥使用，也用作饲料添加剂。在工业上，尿素可生产三聚氰胺、尿醛树脂、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、发泡剂AC、尿囊素等；尿素可制氨基甲酸酯、酰尿、造影显影剂、止痛剂、漱口水、甜味剂等医药品；尿素可生产石油炼制的脱蜡剂；尿素用于生产含脲聚33、合物，也可作纤维素产品的软化剂；尿素还可以作炸药的稳定剂，选矿的起泡剂，也可用于制革颜料生产。2.2 国内外市场分析预测 国外市场供应现状及预测2004年世界尿素生产能力约1.38亿吨(实物量，下同)，产量1.17亿吨，开工率85.4%。全球共有生产装置460多套，其中60%的产能分布在亚洲，30%的产能集中在中国。印度、中东、前苏联和欧洲产能分别占世界总产能的15%、10%、9%和9%。全球60多个国家拥有尿素生产装置，但主要集中在30个国家，有出口能力的国家只有15个，2005年尿素生产能力较2004年提高3%，2006年生产能力较2005年提高1.4%。2007年尿素生产能力较2006年34、提高1.2%。2006年世界尿素装置生产能力分布状况(万吨，实物量)地 区原厂家数关 闭 数现厂家数生产能力中 国17631734600印 度617542300中 东413381500东方诸国7941381500欧 洲12263591380前 苏 联425371260北 美7837411190拉丁美洲301020550非 洲1789366大 洋 洲31260近年来，世界尿素生产格局发生较大的变化，生产重心逐渐由发达国家向发展中国家转移，向气源丰富、价格低廉的地区转移。目前，世界上合成氨/尿素新建装置主要集中在中东、南亚及东亚地区，尤其是中国、伊朗、卡塔尔、沙特及阿曼等国家的新增产能将于近期投产35、。今后5年，天然气价格将决定世界新建合成氨厂的建设地点。天然气价格较低的国家基地区主要有俄罗斯、中东、澳大利亚、孟加拉和马来西亚，价格较高的国家基地区主要有美国、欧洲及东亚。两者氨成本差达2035美元/吨。近年来，由于天然气价格涨幅较大，美国一些氨厂相继关闭或减负荷生产，或将氨厂迁到气源丰富、价格低廉的地区，产量下降30%以上。中欧合成氨厂天然气长期依赖俄罗斯供应，今后10年这种状况难以改变。据不完全统计，在今后10年中，世界尿素的新增能力仍然集中在亚洲发展中国家和中东地区。 国外市场消费需求现状及预测2006年全球尿素消费量约1.29亿吨，比2000年1.017亿吨增长了约18%，年均增长率36、约2.49%，其中亚洲消费量占全球总消费量的63%，主要消费国是中国和印度。世界尿素供需状况见下表。世 界 尿 素 供 需 状 况(万吨)项目/年份1999200420052006生产能力12130136961471715200产 量9717116961307813600开 工 率80.1185.488.8688.98需 要 量8391110871147812600供需平衡283609478480尿素主要用作农田肥料，农用尿素约占世界尿素消费总量的90%，其余作三聚氰胺等化工产品。2006年世界尿素生产能力1.52亿吨，产量1.36亿吨，过剩480万吨。今后几年，尿素缺口主要集中在亚洲、拉丁美37、洲、大洋洲、非洲等地区。亚洲缺口逐年增大，2006年达到1087万吨。预计2013年世界尿素需求量将达到1.45亿吨。 国内市场供应现状及预测我国尿素工业化生产始于1967年，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。进入80年代以后，又引进了多套装置，先后有100多家碳铵厂改产尿素，一些工厂尿素生产能力由4万吨/年改为6万吨/年，有的扩至10万吨/年，最大的达到60万吨/年。迄今为止，全国共有生产企业170多家，生产能力达到4600万吨/年，大型尿素装置30套，小型尿素装置产能约占总产能的45%。除了2004年12月建成投产的山东华鲁恒升集团有限公司国产化30万吨38、/年尿素装置外，大型尿素装置均为引进装置，采用当时先进的成熟的工艺技术，在国际市场竞争中具有一定的实力。20世纪90年代，我国尿素生产进入了大发展时期，产量从1990年的1100万吨增至1999年的2900万吨，年均递增180万吨，尤其是1997年和1998年增幅更大，年均增长300万吨以上。2000年和2001年，由于尿素市场疲软，价格过低，增长势头明显趋缓。2002年以来，尿素市场好转，2004年尿素产量突破4000万吨大关，达到4182万吨，比上年增加529万吨。2005年尿素生产继续保持增长势头，产量达到4337万吨。2006年我国尿素产量前20名生产企业见下表。2006年我国尿素产量39、前20名生产企业序号地 址公 司 名 称产量(吨)原 料1四川纳溪泸天化集团有限责任公司750000天然气2新疆乌鲁木齐中国石油天然气乌鲁木齐石化分公司565000气代油3湖北宜昌湖北宜化集团有限责任公司452000煤4宁夏银川中国石油天然气宁夏石化分公司432000气代油5山东德州山东华鲁恒升集团有限公司430000煤6海南东方市中海石油化学有限公司380000天然气7云南水富云天化股份有限公司370000天然气8陕西渭南陕西渭河煤化工有限责任公司370000煤9四川成都川化集团有限责任公司330000天然气10山西晋城山西兰花煤炭集团有限公司600000煤11四川成都四川美丰化工股份有限公40、司1000000天然气12山西晋城天脊集团晋城化工有限公司600000煤13重庆涪陵中国核工业建峰化工总厂281000天然气14海 南 省中海石油化学有限公司富岛二厂800000天然气15辽 宁华锦集团辽河化肥厂520000天然气16辽 宁华锦集团锦西天然气化工有限责任公司520000天然气17内 蒙 古内蒙古天野化工集团520000天然气18宁 夏中石油宁夏石化分公司660000天然气19吉林大庆大庆石化公司化肥厂520000天然气20辽 宁本溪北方煤化工有限公司620000煤合 计10720000在国内外市场需求的拉动下，从2002年起，我国尿素又进入新一轮扩能高峰期。2004年尿素新增产41、能超过400万吨/年。2004年9月山西晋城煤化工公司30万吨/年大颗粒尿素装置投产；12月山东华鲁恒升集团30万吨/年大颗粒尿素建成投产；2003年底，中海石油化学有限公司建设的富岛二厂80万吨/年大颗粒尿素投运。与此同时，一批中小企业也完成了技术改造和设备更新，约增产160万吨。2007年一些项目投产或扩产形成生产能力，新增产能近500万吨/年，在2008年形成生产能力。19972007年我国尿素生产和消费状况见下表。年 份产 量进 口 量出 口 量表观消费量产 量折成纯氮199826361212.611.9112.512635.40199929371351.06.815.382938.442、3200030271392.40.002596.142930.86200131631455.00.0024127.073035.93200234821601.779.0741.303519.77200336531716.913.92273.033393.89200441821923.73.8394.293791.51200543371994.97.1157.054187.05200644032071.387.8162.054207.03200748712240.663.6170.314371.05 国内市场消费需求现状及预测1995到2004年10年间，我国尿素表观消费量净增1304.92万吨43、，年均增长率为4.31%。其中前5年净增451.84万吨，后5年为860.65万吨，年均增长率分别为3.4%和5.28%。2005年尿素表观消费量增幅较大，达到4187.05万吨，净增395.54万吨，比上年增长10.43%。1997年以前，我国是全球最大的尿素进口国之一，每年进口量高达几百万吨，同期出口量仅几十万吨。庞大的供需缺口引领企业投资热潮，1997年和1998年新装置投运和改扩建产量增幅超过300万吨以上。缺口填补后，2000年和2001年几乎停止进口，2004年也仅进口3.8万吨，主要进口国为俄罗斯和乌兹别克斯坦。反之，由于国内尿素资源量大增，加之国际市场尿素价格走高，除了200244、年出口为41.3万吨外，从2000年开始，我国尿素开始跻身国际市场，出口量逐年大幅度增长，2004年达到创记录394.29的万吨，逼近400万吨大关，位居全球尿素出口量第3位，主要去向是越南、韩国、菲律宾、台湾省及美国。短短56年时间，我国由尿素进口大国一跃成为出口大国，对世界尿素市场格局影响巨大。5年来，我国尿素从成批量走出国门到去年达到出口高峰，在国际市场上扮演着重要角色，呈现出量大、范围广、出口厂家多、品牌效应凸现等特点。由于我国地理位置优越，海运价格合理，出口范围逐年扩大，现已遍及各大洲，成为尿素出口市场新近崛起的竞争力量；在国家一系列优惠政策的刺激下，出口企业逐年增多，在国内用肥淡季45、，成为企业销售的主要渠道；我国尿素产品的内在质量和外观质量，可与世界任何一家尿素厂商产品相媲美，价格比中东低，成为东南亚地区的品牌产品。为了保证国内市场供应，平抑市场价格，保护农民利益，2005年国家对尿素出口采取了比较严厉的限制措施，我国尿素的出口大幅度减少，仅出口157万吨，同比下降60%。农业生产实践证明，氮磷钾肥料的均衡使用是以最适宜的投入获取最大收益的保证。2002年我国氮磷钾施肥比例为1:0.33:0.20，农业部提出2005年到2015年我国化肥的氮磷钾需求比例为1:0.38:0.250.30，目前国际上使用肥料的氮磷钾比例为1:0.40.5:0.30.4。影响我国尿素中长期需求46、的主要动力是农业生产，包括农业经济增长量、粮食及经济作物产量、农业结构调整等因素。经济增长量和粮食及经济作物增产量对化肥需求量的关系密切。预计我国农业增加值仍将保持4%5%之间的水平，这对于化肥需求增长将是一个稳定持续的推动力量。2004年我国化肥表观消费量为3791.51万吨，按1995年到2004年的化肥年平均增长率4.31%计，预测我国未来10年尿素需求量，2010年尿素需求量4884万吨，2015年为5782万吨。 项目目标市场内蒙古XX科技股份有限公司新建的52万吨/年尿素项目，产品主要目标市场为内蒙东部地区及周边其它主产粮地区。项目厂址位于XX扎兰屯市，扎兰屯境内及周边地区现有耕地47、约100多万公顷，化肥需求量大。XX市及其周边地区具有巨大的潜在化肥消费市场，本项目建于扎兰屯市XXXX工业园区，处于XX市农牧交错地区，因此，项目产品可就地及周边地区销售。2.3 尿素价格分析 竞争力分析我国尿素生产企业的成本情况根据原料的来源不同而差别较大，目前尿素主要有三种生产方法，一是以天然气为原料，二是以油为原料，三是以煤为原料。在目前阶段大型尿素装置，以天然气为原料的企业最具竞争优势，新装置的成本一般为1000元/吨，其次为以煤(无烟煤)为原料的企业，生产成本一般为1100元/吨，以油为原料的成本在17001800元/吨。根据我国的资源状况，天然气供应不足，渣油、轻油价格波动太大，48、这些以天然气或渣油、轻油为原料的企业都在积极改变原料路线。内蒙古地区拥有丰富的煤炭资源，应当大力发展以煤为原料的大型氮肥生产装置，充分发挥煤碳能源优势，实现氮肥产业与煤碳资源紧密配置与结合。目前国内市场近60%份额由中小企业占据，这些企业原料路线，产品规模、设备陈旧，生产成本，竞争能力较差。可以预料，这些中小尿素企业将被淘汰，退出市场，腾出上千万吨的市场空间，缺口将被新建或扩建的大型企业所填补，未来中国尿素市场将是大型企业的天下。大型尿素生产企业的产品市场占有率通常仅占40%左右，因此，市场空间巨大，完全可凭借明显的竞争优势挤占这部分市场。 价格预测2000年6月后，由于尿素市场供过于求，价格49、呈单边下跌之势，从1300元/吨跌破1000元/吨，在这种情况下，市场仍然非常低迷。除中石油公司下辖的以天然气为原料的企业和山西、河南和山东的部分以煤为原料的企业外(当时的煤炭价格只相当于当前的1/4)，许多以渣油为原料的中石化厂家由于生产成本太高，不得不关门停产。在国内尿素价格跌至历史低点之时，国际尿素市场价格却在石油涨价的推动下维持高位。在出口增值税退税的政策激励下，两年的尿素出口合计超过200万吨，加之高成本生产企业停产或减产，市场供大于求的状况得到了根本改观。到2002年初，即使在非用肥季节，价格已经反弹至1200元/吨。当年中期，国家禁止硝铵产品进口，尿素充当了硝铵产品的替代品，需求50、更加旺盛，市场供应紧张，价格持续走高。从2003年8月开始，由于出口需求旺盛且价格很高，尿素出口商和国内经销商开始在国内竞争货源，截止到年底，尿素经销价格达到1500元/吨，相当于出口价格170美元/吨，达到1999年以来的最高峰。2003年10月以来，石油、天然气价格又出现大幅上扬，天然气价格在高位徘徊，显示了市场供需平衡已经进入新的价格区间。据国际一些咨询机构预测，天然气价格短期内不会回调，将在相当长的时间内支持尿素价格保持相当高的水平，而我国尿素价格与国际价格有一定的关联，国际市场尿素价格居高不下将支撑国内价格保持在较高的水平上。由于国际市场原油价格持续走高，国际化肥交易价格比往年普遍上51、涨，2003年国际市场尿素平均价格达到154.33美元/吨(FOB价中国)。从2004年3月16日起，国家为了保障春耕期间的尿素供应，抑制过高的销售价格，从而让利于农民，决定尿素出口退税暂停一年，这意味着中国出口尿素的FOB价格将提高1517美元/吨。国家发改委等有关部门，要求化肥出厂价格实行政府指导价，大型氮肥企业生产的尿素出厂价格仍为1400元/吨，并要求各地对化肥价格实行定价或干预管理。2004年我国尿素价格大幅上涨，是近几年来涨幅最大的一年。虽然由于国家一系列限价政策的干预，使尿素价格在用肥旺季出现了短期下滑走势，但6月份以后价格一路上扬，至年底用肥淡季，出现最高市场价格。据有关资料显52、示，2004年年底时，我国尿素出厂价在16501850元/吨，市场价在17501950元/吨，同比增长20%40%。2005年尿素市场典型特征是先高后低，上半年一路上涨，7月达到最高点，出厂价大多数1800元/吨以上，市场批发价突破2000元/吨大关。下半年尿素市场风云突变，价格一路走低，甚至连一次反弹行情都没有，到年底出厂价大多数为15201650元/吨，市场批发价16001700元/吨。19972005年我国尿素市场平均零售价见下表。19972005年我国尿素市场平均零售价(元/吨)年 份199719981999200020012002200320042005价 格14001300120053、10601101150140010601100120015001400170015001900据国际一些咨询机构预测，天然气价格将长期保持较高的水准，将在相当长的时间内支持尿素价格保持相当高的水平，根据发展趋势，国际市场原油价格持续上涨，使得国内外尿素价格相当，甚至略高于国内尿素价格。尿素价格大幅上扬也不大可能。近2年国家执行免征农业税和支农等一系列政策，粮价有所提高，农民种粮积极性高涨，农民购肥积极性也有所提高。另外还有很多因素，如国内大量采用无烟煤生产尿素，随着无烟煤的价格上涨，运输费用的增加，同时国际市场上天然气价格的上涨，也带来尿素价格上涨。综合各种因素，预计今后普通尿素出厂价在16054、01700元/吨左右。2008年内蒙古地区尿素市场价格(政府指导价)在1700元/吨浮动。本项目出厂价格定为1700元/吨。3 第三章 产品方案和生产规模3.1 产品方案的选择与比较 化肥与作物生长养分的关系根据农业科研部门的研究资料，农作物、植物、树木生长的基本要素除了土壤、水份外主要的营养成分为N、P、K。氮元素(N)是以固态、液态的离子形成方可以被植物吸收、转化成为营养成分。磷元素(P)主要为P2O5的各种离子型式，被水溶解后才能被植物吸收。钾元素(K)主要以K2O的离子型式被植物吸收。植物生长，氮肥用量最大，磷肥其次，钾肥最小。根据各种农业部门的研究结果：1kg氮肥(纯N)可增产71055、kg粮食。但对于缺磷(P2O5)土壤则增产受到很大影响。因此氮肥配以磷和钾肥作物增产才会明显，而作为植物生长最重要的营分则是氮肥(N)。中国的实验室评估结果如下表。化肥用量kg(折纯组分)N：P2O5粮食产量kg/ha无化肥30001751:0.06446201751:0.316000据研究部门统计，世界平均化肥使用N:P2O5:K2O，的比例，1985年为1:0.47:0.37，2000年为1:0.5:0.38。中国的农业化肥发展数据如下表。年 份1990年1995年2000年2005年2010年化肥总需求量104t/y(纯养分)23702690375043005000其中氮肥(N)139456、1582237026503000磷肥(P2O5)69779191010001200钾肥(K2O)279317470650800N:P2O5:K2O1:0. 5:0.21:0.5:0.21:0.5:0.251:0.62:0.2451:0.62:0.267从上面的研究和实践结果可以看出，氮肥才是农作物生长、增产的主力军，它的绝对用量和在氮/磷/钾肥的比率都据于首位。 尿素是固体氮肥中最优秀的品种之一氮肥是速效化肥中最重要的品种，农作物所需要养分的50%以上是氮肥提供的。从合成氨工业近百年的发展史可知，合成氨是生产氮肥的最主要的中间产品。利用合成氨不但可以加工成硫铵(NH4)2SO4)、硝铵(NH457、NO3)、碳铵(NH4HCO3)、氯化铵(NH4Cl)及尿素(NH2)2SO)，合成氨本身也可以直接作为氮肥即所谓的液体氮肥。由于不同含氮化合物其含氮(N)量不同，它们的有效成分也不同，肥效也不同。含N越高，其肥效越大，也就是说它的品质就好。不同氮肥品种含N量列于下表。氮肥品种名称分 子 式状 态含N量%液 氨NH3液 态82.3硫 铵(NH4)2SO4固 态21.2硝 铵NH4NO3固 态35.0碳 铵NH4HCO3固 态17.72氯 化 铵NH4Cl固 态26.16尿 素(NH2)2CO固 态46.6(1)液氨，它是一种非常好的液体氮肥。它可以通过管道直接输送到农村用户，再分开贮存和直接施58、肥到土壤中。液氨肥的优点是含氮高(N82%)，同样重量的氮元素，它的实物重量小，生产加工简单，设备投资少，贮存运输费用低，肥效高。它的缺点是需要管道和压力容器输送和贮存，且不易贮存。对于广大分散的农村耕地，分散施肥一次性设施投资高。虽然它的优点明显，但世界上应用并不广泛。(2)选用尿素产品品种选用尿素产品为本项目的主要产品原因如下：a)尿素含氮(N)高(N46%)，高于其他任何一种固体氮肥。因此尿素的运输、贮存、施用费用低。b)尿素是中性速效氮肥，它是一种有机化合物，不破坏土壤酸碱性，被植物分解吸收不在土壤中遗留酸根离子，不使土壤板结变硬，可作庄稼的追肥和基肥。c)尿素贮藏性能好，易流动、不分59、解、无爆炸性。d)尿素可以混合、复合成N、P、K三元肥，以不同比例配制满足不同土壤、土质、不同作物的要求。e)生产尿素只需建设合成氨厂，其产品氨和氨厂分离出的CO2正好作为生产尿素的原料，无需象硫铵、硝铵产品必须建设硫酸厂、硝酸厂或从外面购入硫酸、硝酸。因此尿素产品只用一种原料(煤或石油、天然气)即可。f)尿素产品除了用于农业化肥外，还是很重要的工业原料，在纺织、皮革、医药、塑料、畜物业用途广泛。因此生产尿素产品市场广大，在国民经济中极为重要。尿素化肥在世界是占统治地位的氮肥，约占氮肥产品的90%以上，因此本项目建设52万吨尿素的大型化肥厂是十分必要和正确的选择。 生产规模的选定合成氨、尿素产60、品的生产规模的选定原则依据如下：1、原料来源是否保证：本项目以褐煤为原料，每年用量53.894万吨，本项目建设所在地有丰富的煤资源，完全满足本项目的用量，完全可以建设大型尿素厂。2、单位产品投入产出比的高低：众所周之，生产规模越大，其投入产出比率(总投资/总产品)越低，因此建设规模达到日产氨1000吨以上，尿素1600吨以上的大型化肥厂才能达到经济规模。目前新建的大型化肥厂均达到日产氨10001500吨。但是随着生产规模的扩大，一次投资也高，这与投资者的贷款融资能力紧密相关。根据美国斯坦福研究所的理论计算公式，不同生产规模其投资、生产成本和收益的比率不同。结果如下表。最 适 宜 经 济 规 模61、 比 较 表生产规模(尿素年产量)50(28万吨/年)100*(52万吨/年)150(84万吨/年)200(112万吨/年)备 注投 资66100*127.5190*以100为基准可定为52万吨人员工资*100100110190*按总定员人数比可变生产成本55100145195原料及公用工程消耗比投入/产出比，%1321008595投资/产量人员工资/产出比，%20010073.395工资/产量可变成本/产出比，%11010096.797.5成本/产量从以上投入产出比率可看出，5284万吨/年之间规模尿素厂投资收益较高，这样的规模具有较好的经济性。规模小时所用人员，配套工程都不能减少，因此不经62、济，超大型规模(112万吨/年)由于一次投资过大、技术和社会问题都难以解决。因而其经济性反而下降，所以不是经济规模，也不可取。鉴于以上几点，本项目选定生产规模：合成氨：日产937.5公吨，年产30万吨；尿素：日产1625公吨，年产52万吨；工厂年运行天数：330天/年；3.2 产品、副产品的品种、数量及质量标准1、产品尿素本项目的最终产品为农业用尿素。尿素的质量标准和指标：产品符合中国标准GB2440-2001。尿 素 产 品 标 准 指 标项 目工 业 用农 业 用优等品一等品合格品优等品一等品合格品外 观白 色白色或浅色颗料状总氮(N)含量(以干基计) 46.346.346.346.44663、.246.0缩二脲 0.50.91.00.91.01.5水分(H2O) 0.30.50.70.50.51.0铁(Fe计) 0.00050.00050.0010碱度(以NH3计) 0.010.020.03硫酸盐含量(以SO4-2计) 0.0050.0100.020水不溶物 0.0050.0100.040亚甲基二脲(以HCHO计)0.60.60.6粒度d 0.85mm2.80mm d 1.18mm3.35mm d 2.00mm4.75mm d 4.00mm4.00mm 909090939090本项目尿素产品要求：工业用GB240-2001符合一级标准。 2、产 品 氨本项目生产合成氨30万吨作为加64、工尿素的中间产品。合成氨的生产能力为1093.75t/d，小时产量39t/h，年产量30万吨。氨产品质量标准和指标：性 质指 标备 注优 等 品一 级 品合 格 品1、氨(NH3)，%， 99.999.899.62、水份(H2O)，% 0.13、油，ppm, 2(重量法)5本项目液氨属于中间产品，其质量要求符合一级标准。3、副产品本项目合成氨生产过程中回收副产硫磺4912吨。1)硫磺副产品硫磺产品符合中国标准，GB2449-92。性 质指 标优 等 品一 等 品合 格 品1、硫(S)，%，99.9099.5099.002、酸度(W3H2SO4计)，%，0.0030.0050.023、水分，%，65、0.100.501.004、灰分，%，0.030.100.205、砷(AS)，%0.00010.010.056、粒度片状片状片状片状4 第四章 技术方案4.1 概 述本项目以XX地区的褐煤为原料，本着工艺先进、节能、技术成熟可靠、生产成本低、经济效益好的原则，最终产品为：合成氨30万吨/年，尿素52万吨/年。主要生产装置包括气化装置、变换、净化、氨合成(包括压缩、氨合成、氨回收、氨库)、CO2压缩、尿素装置、硫回收、空分等装置。从煤粉制备称重加料器送来的煤粉与输送煤粉用的高压CO2和N2一起进入气化炉喷嘴，在1450，4.0MPa(A)条件下与中压蒸汽以及来自空分装置的经氧气预热器加热到一定温66、度的氧气发生部分氧化反应，生产出含有CO、H2的粗合成气。合成气送到变换工段，在变换工段，大部分的CO和水蒸汽反应生成H2和CO2，变换气中的CO2和H2S等酸性气体在低温甲醇洗工段中被脱除，得到的净化气送入液氮洗工段精制，并配氮使合成气中的氢氮比达到3:1，精制气进入合成气压缩机，升压至15.0Mpa后送入氨合成系统生产合成氨。低温甲醇洗的CO2部分送往尿素装置，经压缩与液氨合成为尿素。本工程采用的工艺方案如下：(1)煤气化：采用GSP干粉煤加压气化工艺。(2)变换：采用耐硫中串低变换工艺，节省蒸汽消耗。(3)变换气净化：采用国内先进的低温甲醇洗工艺。(4)合成气的最终精制采用液氮洗工艺。(67、5)合成气压缩机采用凝汽式蒸汽透平驱动的离心式压缩机组，同循环机合二为一。(6)氨合成采用托普索合成技术。(7)设置一套30000Nm3/h制氧装置，选用国内新型全低压单系列，分子筛净化节能工艺，空压机选用离心式压缩机，全凝式蒸汽透平驱动，可做到节电。(8)尿素装置采用CO2气提工艺。(9)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。4.2 气 化4.2.1 气化工艺方案的选择4.2.1.1 气化工艺技术简介气化工艺一般分为三种类型：移动床(有时也被称为固定床)，流化床和气流床。1、固定床气化炉固定床气化炉是最老的气化炉，它很长时间在煤气化工艺68、中占主要地位。固定床煤气技术经历了固定层间歇气化法、富氧连续气化法和鲁奇加压气化法。固定床气化炉中的氧化剂与煤的流动方向相反，通过由煤变为焦油，再到灰等一系列反应区。当空气被作为氧化剂时，温度通常不会超过灰熔点，而纯氧气流床气化炉既可以是干灰也可以是熔渣。由于粗煤气出口温度(400500)相对较低，粗合成气中通常会有液态碳氢化合物。固定层间歇气化法因吹风过程中放空气对环境污染严重而被淘汰，富氧连续气化法因原料只能用焦炭和无烟煤，原料价格高，且生成气中甲烷含量高；富氧气化的特点是投资少，操作简单，在中型氮肥厂中具有丰富的操作经验，是国家重点推荐的中氮厂造气技术。由于国家大力整治小煤窑和国家经济发69、展和重化工业的强力拉动，全国各地的煤价格随着需求的增加正在节节上扬，使合成氨成本大幅上升，所以必须采用先进的煤气化工艺，提高煤的利用率和水煤气中有效气组成。鲁奇(Lurgi)加压气化技术，在我国建有3套装置。该技术虽然能连续加压气化，但由于气化温度低，生成气中甲烷含量大，同时生成气中含苯、酚、焦油等一系列难处理的物质，净化流程长；尤其是该技术只能用碎煤不能用粉煤，因而原料利用率低，大量筛分下来的粉煤要配燃煤锅炉进行处理。2、流化床气化炉流化床气化炉采用粉碎了的煤作为原料，用氧化剂(氧气或空气)来进行床体流化，其温度保持在1000左右，以预防灰熔化后与炉床里的物质发生结聚。氧化剂的有限流量意味着70、大多数煤粒不会充分燃烧,而是收缩成碳素粒,被合成气带出气化炉。这就需要大量的碳素粒循环，或被传送到分离燃烧室中燃烧。在我国具有典型代表的有：恩德煤气化技术：恩德粉煤常压气化技术是在德国温克勒粉煤常压气化技术的基础上改进发展形成的，在我国已有成功的工业生产运行装置。中科院山西煤化所也开发了先进的灰熔聚流化床粉煤气化，并实现了工业化装置生产。该技术可用多种煤质作原料，如烟煤、焦炭、焦粉等，使用粉煤在10001100下气化，固体排渣，无废气排放。该技术工业示范装置已于2001年在陕西城固氮肥厂建成，小时耗煤量4.2吨。其煤种适应性广，操作温度为10001100，反应压力为0.03MPa(G)。气化炉71、是一个单段流化床，结构简单，可在流化床内一次实现煤的破粘、脱挥发份、气化、灰团聚及分离、焦油及酚类的裂解。带出细粉经除尘系统捕集后返回气化炉，再次参加反应，有利于碳利用率的进一步提高。产品气中不含焦油，含酚量低。碳转化率为90%。合成气中(CO+H2)为6872%，有效气体成分较低。3、气流床气化炉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。水煤浆或粉煤在13001700时被部分氧化，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。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：GE水煤浆加压气72、化工艺；新型对置式多喷嘴水煤浆加压气化；壳牌干粉煤加压气化工艺(SCGP)；德国未来能源公司的GSP干粉煤加压气化工艺；国内的多喷嘴对置粉煤加压气化技术；4.2.1.2 先进的煤气化技术的工艺特点1、Texaco水煤浆加压气化：水煤浆气化可列为第三代煤气化技术。该工艺采用水煤浆进料，制成6065%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2.08.7MPa，气化温度在13001400，CO+H2达到80%以上，气化过程对环境影响较小。水煤浆气化煤种适应性广，年轻烟煤，粉煤皆可作原料，除褐煤、泥煤及热值低于22940kJ/kg煤以外，灰融点73、要求不超过1350(否则必须添加助熔剂)，煤可磨性和成浆性好，制得煤浆浓度要高于60%为宜。1) Texaco水煤浆加压气化技术主要特点是：适用于加压(中、高压)下气化，成功的工业化气化压力一般在4.0MPa至6.5MPa，正在建设最高气化压力可达8.5MPa。在较高的气化压力下，可以降低合成气压缩的能耗。气化炉进料稳定，由于气化炉的进料由可以调速的高压煤浆泵输送，所以煤浆的流量和压力较易得到保证，便于气化炉负荷的调节，使装置有较大的操作弹性。工艺技术成熟可靠，设备的国产化率高。同等生产规模，装置投资少。GE水煤浆加压气化工艺是一项先进、成熟、稳妥可靠的工艺技术。水煤浆加压气化生产合成氨，在日74、本UBE氨厂(4.0MPa)已运行了二十年，未发生过较大事故，每年可运行330天以上，从国内已开车的鲁南(2.6MPa)、上海三联化工(4.0MPa)、淮南(4.0MPa)工程来看，运行情况良好。Texaco工艺存在的不足是：由于气化炉采用的是热壁，耐火砖需一年更换一次，为延长耐火衬里的使用寿命，要求煤的灰熔点尽可能的低。对于灰熔点较高的煤，为了降低煤的灰熔点，必须加适量的助熔剂，这样使煤浆的有效浓度降低，使煤和氧耗增加，降低了生产的经济效益；烧嘴使用寿命短，停车更换烧嘴频繁，为稳定后工序生产必须设置备用炉，日常操作费用较高。2、新型(对置式多喷嘴)水煤浆加压气化：新型(对置式多喷嘴)水煤浆加75、压气化技术也是较先进煤气化技术之一。是在GE水煤浆加压气化法的基础上发展起来。该项目是被科技部列入了“九五”国家重点科技攻关项目，由华东理工大学、原鲁南化肥厂(水煤浆工程国家中心的依托单位)、中国天辰化学工程公司共同承担开发完成。新型(对置式多喷嘴)水煤浆加压气化技术在2004年11月、2005年5月分别在德州和兖矿投入工业生产。3、壳牌干粉煤加压气化工艺(SCGP)壳牌干粉煤气化是Shell公司开发的具有特色的第三代煤气化工艺，于1972年开始在壳牌公司阿姆斯特丹研究院(KSLA)进行煤气化研究，1976年应用于一台6t/d煤气化炉，1978年第一套中试装置在德国汉堡郊区哈尔堡炼油厂建成并投76、入运行日处理煤量150吨，1978年在美国休斯顿迪尔帕克炼油厂建成日投煤量250400吨的示范装置投产称作SCGP-1示范装置。1993年在荷兰的德姆克勒(Demkolec)电厂建成投煤量2000吨/日的大型煤气化装置，用于联合循环发电，称作SCGP工业生产装置。装置开工率最高达73%。该套装置的成功投运表明SCGP气化技术是先进可行的。1)SCGP技术的特点适合于气化原料煤的范围较宽，采用高温加压干粉煤气流床SCGP气化方法，拓宽了适应制取合成气原料煤的煤种，如褐煤、烟煤、无烟煤等各种煤均可使用，对煤的性质如：粒度、结焦性、灰分、水分、硫分、氧分等含量均不敏感。成功地设计了膜式水冷壁气化炉，77、采用水冷壁气化炉，基本消除了频繁检修、更换炉内耐火衬里和耗费昂贵的弊端。同时单炉产气能力大，具有高效、大型化和长周期运行的显著特点。SCGP技术具有较高的热效率，煤炭利用率高，碳转化率可达99%，其原料煤能量加在收率高，80%83%以合成气形式回收(即冷煤气效率)，14%16%以蒸汽形式回收。环境质量高，SCGP气化工艺，壳牌公司称它为“洁净煤”工艺，其生产的合成气是含甲烷量很低的高洁净合成气。在煤气化过程中，煤粉制备采用密闭系统，无粉尘排放；煤中灰分在气化炉排出时被转化为玻璃体颗粒，可作为道路建筑材料，不污染环境；合成气水洗排放液经汽提冷却后循环使用，汽提逐出的H2S气体送硫回收装置。气化炉78、及废热锅炉结构复杂，制造难度大，目前其内件及关键设备还需引进；相同生产规模，设备的外形尺寸较大，运输较困难；装置投资相对较大。 4、德国未来能源公司的GSP干粉煤加压气化工艺未来能源公司位于德国来比锡附近的弗来堡市(Freibarg)，原为东德墨水泵工气联合企业弗来堡燃料研究所。1980年建成两套粉煤加压气化装置：MW3(处理煤量100250kg/h)，MW5(处理煤量300500kg)，1983年12月又建成一套大型粉煤加压气化装置，MW130处理干煤量30t/h称为GSP工艺。2004年从巴高克电力公司分离出来，并由瑞士SH公司收购以东德煤炭工业学院为依托加强开发煤的气化技术。未来能源公司79、在不同煤种、废渣、裂解木炭、石油焦以及各种化学废料方面有GSP气化技术的经验。GSP气化技术不仅可使矿物燃料或类似原料转化为合成气，还可以使有些常规燃料如有足够高热值的废渣和废料转化为合成气。因此，采用水冷壁气化反应器有很大的优势。GSP气化炉采用水冷壁结构，避免了因高温、熔渣腐蚀及开停车产生应力对耐火材料的破坏而导致气化炉无法长周期运行。由于不需要耐火砖绝热层，而且炉内没有转动设备，所以运转周期长，可单炉运行，不需要备用炉，可靠性高。1)GSP流化床煤气化工工艺技术特点：能高效生产富氢和一氧化碳的合成气，甲烷含量少，热值高；燃料可完全气化，不生成冷凝副产品，气体不含焦油、酚等污染物；液态排渣80、，熔融淬冷成透明状，硬度大对环境无污染；煤种适应范围广，GSP气化对煤质要求不苛刻，能气化劣质褐煤，也可气化烟煤和焦煤；喷嘴火焰温度约18002200，平均停留时间约10s，反应速率高，因而气化装置的生产能力大。有效气体(CO+H2)含量高达91%以上，煤气化碳转化率高于99%；可处理高Cl-的物料，原料适应性强；水管冷壁型气化炉，寿命长，维修工作量小；新型水冷气化喷咀，寿命长，效率高；采用激冷流程，高温煤气在激冷室上部用若干水喷头将煤气激冷至200左右，然后用文丘里除尘器将煤气含尘量降低到1mg/m3以下。这种工艺技术简单，设备及运行费用较低。除喷嘴和水冷壁、部分阀门、计特殊仪表外绝大部分设81、备可国产化。GSP供料系统采用400kg/m3惰性气体密相气流输送，合格粉煤经煤锁仓三管并流进料，每根进料管都设有固体物料(固气混合)的流量计、密度计。用通过的粉煤供入量调节入炉氧气和蒸汽量。供料系统安全可靠。气化炉温度主要根据气化室与激冷室的压差变化来调节控制。正常情况下其压差为2030mbar(200300H2O)。5、多喷嘴对置粉煤加压气化技术多喷嘴对置粉煤加压气化技术是在新型多喷嘴对置气化炉中试装置的基础上开发的，是对新型气化炉攻关成果的拓展和延伸。由鲁南化肥厂、华东理工大学、中国天辰化学工程公司共同承担的日投料30吨能力粉煤加压气化炉工业中试装置项目，2001年11月被科技部列入了“82、十五”国家重点科技攻关项目。该项目已于2003年3月完成工程设计，2004年10月在鲁化建成并一次投料成功。于2004年12月68日，通过由科技部组织的国家72小时考核。装置运行良好，各项主要技术指标达到和超过设计要求。于2005年2月1日，通过由科技部组织的国家项目验收。项目试验的成功，可望使我国在煤化工气化整体技术水平处于国际先进水平，气化炉结构及工艺效果处理国际领先水平。多喷嘴对置粉煤加压气化技术特点是：用对置式气化炉，强化热质传递，有利于煤粉气化。单炉产气能力大，具有高效、煤耗低和长周期运行的显著特点。气化炉热量利用高，有激冷工艺制得含蒸汽量高的合成气如用于生产合成氨或甲醇，在变换工序83、不需再外加蒸汽。能高效生产富氢和一氧化碳的合成气，甲烷含量少，热值高。燃料可完全气化，不生成冷凝副产品，气体不含焦油、酚等污染物。液态排渣，熔融淬冷成透明状，硬度大对环境无污染。能气化劣质褐煤，也可气化硬煤和焦煤，煤种适应范围广。煤气化碳转化率高于98%；合成气中有效成分CO+H290%；冷煤气效率：83%。新型水冷气化喷咀，寿命长，效率高。煤粉采用氮气或CO2活化(悬浮)、收缩扩张管降压、载气量三者协调控制，达到煤粉的稳定可控输送。气化炉装置具有开车方便、操作灵活、投煤负荷增减自如的特点，尤其是气化炉装置可灵活的焦下一对烧嘴另一对煤嘴可继续工作，不必立即停车，为保压操作和维修创造有利条件。484、.2.1.3 气化工艺技术选择本项目是大型煤化工企业，所选技术必须适合于大型工业化装置，生产成熟、技术先进、操作稳定可靠，整个系统工艺流程简单，生产带来的“三废”污染少，同时必须适宜气化当地原料煤。综合以上各因素作为选择工艺方案的标准。现就这几种目前世界上最先进的、工业化的做进一步的比较。技 术 和 经 济 性 比 较 表气化工艺壳 牌德国GSP德士古BGL熔渣煤气化原料煤的要求90%100目干粉煤(褐煤8%)灰熔点1500灰分8%20%250500m干粉煤(褐煤8%)灰熔点1500灰分1%20%4045%60%灰熔点1350灰分15%540mm碎煤适应的煤种次烟煤、烟煤、褐煤、无烟煤、油渣等85、次烟煤、烟煤、褐煤、无烟煤、油渣等次烟煤、烟煤油渣等褐煤、次烟煤、无烟煤、垃圾等气化温度14501600145016001450150013001350气化压力MPa4.04.03.08.02.13.0气化炉的特点下部多喷嘴供料水冷壁 废锅流程充分回收废热产蒸汽顶部单喷嘴供料水冷壁 激冷流程回收少量蒸汽顶部单喷嘴 热壁Al2O3-Cr2O3-ZrO2耐火衬里 冷激流程(用于IGCC时有废锅流程)从炉顶进入的原料煤与产品气逆流接触，受热后被干燥、干馏，碳转化率%99999899比氧耗Nm3/1000(H2+CO)Nm3335335387192250比碳耗kg/1000(H2+CO)Nm3584.86、5585659.5比汽耗kg/1000(H2+CO)Nm31201200电耗kW/1000(H2+CO)Nm3132132152冷煤气效率%80807190煤气化热效率%968590*80H2+CO含量v%85%85%80%6585单炉最大投煤量(t/d)25002000200010001300耐火砖或水冷壁寿命20年20年1年喷嘴寿命11.5年10年，前端部分一年60天建厂投资很高较高较高较低从上表可以看出：(1)从投资看，Shell气化最高，经核算几乎高出GSP一倍。GSP与Texaco接近，Texaco虽然国产化程度很高节省投资，但由于Texaco炉台数多，设备、自控仪表、管道安装、土建87、黑水处理量大造成的投资费用的增加。(2)运行费用，Shell最低，但与GSP非常接近。主要是Shell气化热效率高，回收热量多。Texaco气化运行费用最高，主要原因是煤耗高、氧耗高，耐火材料消耗高，水煤浆添加剂等增加了费用。(3)Shell气化炉仅一台，可靠性稍差，Texaco气化炉有备用，可靠性高。(4)Shell气化炉因直径超限须在现场组焊，气化炉结构复杂，制造难度大。废锅回收了大量蒸汽，热效率最高。干法除灰投资大，操作繁琐。GSP相对比较简单，特别是水冷壁结构和冷激除尘、洗涤，虽然热效率比Shell低些，投资省是一种适合国情的技术。(5)Shell气化炉2000t/d在国外有生产厂，88、Texaco气化在国外有投煤量2000t/d的炉子，国内只有标准尺寸炉，投煤量700t/d。GSP仅有一台720t/d的气化炉运行6年，现已改为以焦油为原料，存在放大问题。通过以上比较及国内建厂经验，结合项目建设的煤炭资源状况，本项目原料煤煤种为褐煤，适宜采用GSP干粉煤加压气化技术。因此本可研暂时推荐采用GSP干粉煤加压气化工艺。4.2.2 原材料技术规格本项目原料煤，来自XX市当地新巴尔虎左旗三角地煤田的褐煤。原料煤分析数据如下：测 试 项 目测 试 结 果分 类测试项目及计量单位测试点数变化范围平 均 值工业分折Mad (%)487.3620.2713.67Aa (%)467.0539.89、2519.58Vadf (%)4845.2751.6948.50发 热 量Qgr.d (MJ/Kg)4816.1325.9821.58(5154大卡/千克)Qnet.d (MJ/Kg)4815.4424.9620.74(4953大卡/千克)全 硫St,d (%)490.071.500.95元素分折Cdaf (%)4976.0072.5474.13Hdaf (%)485.414.915.06Ndaf (%)482.081.391.74(O+S)daf (%)4920.7017.0719.07有害元素CId (%)490.0770.0160.050Pd (%)490.0950.0050.025As90、ad (10-4)490.680.100.25苯萃取物EB (%)490.10.830.40腐 植 酸AHad (%)493.6622.8615.61焦渣型号4812视 密 度ARD (t/m3)481.271.671.38注：煤种为褐煤。4.2.3 备煤及气化工艺流程简述4.2.3.1 备 煤粉煤制备工序是将来自原煤贮运的原料煤磨粉、干燥，制成满足造气工序要求的合格原料，并送往气化炉。1、磨煤及干燥在国内外电力、冶金、化工等行业中，磨煤及干燥常采用的流程有中间贮仓或直吹式两种流程。采用的磨机型式有以下三种：(1)低速磨：即钢球磨煤机，适用于各种煤种，一般适用于中、小工程，对采用磨损性很强的易91、燃烟煤的大型工程，在投资合理时，也可选用双进双出钢球磨煤机。(2)中速磨：也称立式磨，适用磨损性较强的褐煤、烟煤、劣质烟煤、贫煤。最适宜原煤水分在25%以下，HGI35100的煤种。辊盘式磨煤机是中速磨其中的一种型式。(3)高速磨：如风扇磨，适用于高水分、低灰分、磨损性不强的褐煤。由于中速磨适应性较广，具有能耗低、钢耗低、检修方便、噪音低等特点，因而，不仅在大中型电站，而且在冶金、化工(如shell、GSP煤气化)等行业都得到了广泛的应用。我国自20世纪80年代以来，大中型电站开始采用中速磨煤机，目前已装机800余台。开始是进口磨煤机，尔后与国外厂商合作制造，先后有北京电力设备总厂和沈阳重型机92、械厂从德国Babcock公司引进MPS型磨煤机制造技术，上海重型机器厂从美国CE公司引进HP型磨煤机制造技术，从合作制造到形成自己的系列，三厂共生产各型磨煤机500台以上，据国家电力公司统计，耐磨件寿命接近国外水平，可用系数达86%以上，运行情况良好，同时辊盘式中速磨煤机又属节能环保产品。综上所述，本工程煤粉制备(磨粉和干燥)技术采用国内成熟的中间贮仓式流程，磨煤机采用辊盘式中速磨煤机，磨煤与干燥同时完成。煤粉分离收尘采用一级分离收集技术，收尘器拟采用成熟可靠的长袋低压大型喷吹袋式收尘器。 根据XX煤的特点，结合上述国内外工艺技术概况，参照国内外类似工程采用的方案，中速磨磨粉得到的磨粉细度能满93、足本项目气化装置对煤粉的要求，并能同时将煤粉干燥到进气化炉的水份要求。提供磨煤机进行煤粉干燥的热源通常有燃煤热风炉和燃气炉等形式，这几种形式均是成熟可靠的。但采用燃煤热风炉会对环境造成一定的影响，因此本项目推荐采用燃气热风炉作为提供磨煤机中干燥水分的热源。热风炉燃料采用合成气净化装置尾气及氨合成弛放气。开工用燃料为柴油，点火采用液化石油气(LPG)。煤粉干燥的热介质为热风炉产生的热烟气、磨煤干燥后的低压循环气和低压氮气的混合气，该混合气是惰性化气体，运行时应严格控制气体中的非惰性气含量，并控制磨煤机出口的氧含量低于8%(V)。2、煤粉分离煤粉分离收集方式过去国内多采用细粉分离器加多管旋风、袋式94、收尘器的多级收尘方式，系统流程长、设备多、阻力大、运行故障多，尾气往往难以达到排放标准。冶金、建材行业引进美国Fuller公司气箱脉冲袋式收尘器，适用于含尘浓度高达1000g/Nm3的粉磨系统的收尘，省掉了细粉分离器、旋风收尘器，采用一级分离收尘，其出口排放浓度小于100mg/Nm3。国内朝阳重型机械厂、湖北除尘设备厂可以生产该型设备，并已在冶金、建材行业中采用。该方式流程大为简化，设备少、阻力较低、运行故障少，可以保证尾气达到国家排放标准。国内还有吸收国外技术，国内开发的成熟可靠的防爆型长袋低压脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收集器。煤粉分离采用袋式过滤器一次分离收集，保证排出废气中粉尘浓度达到排放标95、准(50mg/Nm3),分离的煤粉由螺旋输送机送入煤粉贮仓。 根据现有运行装置成功的经验，结合国内制粉流程广泛采用的煤粉收集方式，本项目推荐采用煤粉袋式过滤器(长袋低压大型喷吹袋式收尘器)的一级分离收尘方案。煤粉袋式过滤器具有很高的除尘效率(可达到99.99%)，可处理粉尘浓度高达1000g/Nm3以上，收尘后尾气中粉尘含量50mg/Nm3。从国内冶金行业的高炉制粉系统实际使用情况分析，煤粉袋式过滤器是一种可靠的分离设备，其滤袋寿命为2年，脉冲阀片寿命为10个月。另外采用煤粉袋式过滤器(长袋低压大型喷吹袋式收尘器)的一级分离收尘方式可使流程大为简化，设备少、阻力小、运行故障少，并可保证尾气达到96、国家一级排放标准(150 mg/Nm3)。3、煤粉加压及输送气化煤粉的加压给料采用GSP的高压氮气加压输送给料技术。GSP煤气化工艺采用风力输送，并配置调节系统，能经济有效地向气化器投加粉煤，粉煤由载气通过输送管经煤粉给料仓送入气化炉；输送物料的气体经过滤后排出，返回输送系统循环使用。本项目采用高压氮气气体输送。煤气化工序输送煤粉氮气用量为12155Nm3/h，其中低压氮气用量为8355Nm3/h，高压氮气用量为3800Nm3/h。高压氮气来自低压氮气，进气压力0.7MPa(A)、排气压力5.2MPa(A)。本项目设置氮气压缩向煤气化提供输送煤粉用的高压氮气。4、备煤工艺流程原料煤由原料贮运系97、统通过带式输送机送入煤仓，然后通过称重给料机到辊盘式中速磨机中磨粉。从热风炉来的热烟气与循环气在混合器中混合，经调温风机送来的氮气调配到需要的温度，并控制热风中的氧含量低于8%送入磨煤机，将煤粉干燥后吹起，经磨机出口处旋粉器将粗颗粒分选返回磨煤机，合格煤粉进入煤粉袋滤器中分离收集后，经袋滤器排粉螺旋、排粉旋转给料阀、螺旋输送机送入煤粉仓中。分离煤粉后的气体大部分经循环风机送至热风炉，返回磨煤机继续使用；小部分排入大气。煤粉贮存在煤粉贮仓中，当煤粉锁斗处于常压状态时，关闭煤粉锁斗的下阀，打开煤粉锁斗的上阀，使煤粉贮仓的煤粉流入煤粉锁斗，料满后关闭上阀，通入高压氮气加压后打开下阀使煤粉自流进入煤粉98、给料仓中，卸料完成后关闭下阀，排出氮气降至常压。再重复上述流程。煤粉给料仓中的煤粉由高压氮气经管道送往气化炉烧嘴。粉煤供料的整个过程已经集成到自动控制系统中进行程序控制。因此所有与系统相关的参数都被连续监控，并且设有一个独立的联锁系统来确保压力的稳定。 作为载气的氮气来自空分装置，氮气管网的氮气作为锁斗增压需要的惰性气体，其中的氧含量需要控制在2vol%以下。热风炉燃料采用煤气净化系统净化尾气及氨合成弛放气。4.2.3.2 气 化 来自煤粉仓的煤粉进入气化炉烧喷中心；来自空分装置的氧气经预热器加热到180后，与少量中压蒸汽混合后进入气化炉烧嘴的外环隙，在气化炉内，在1450，4.0MPa(A)99、条件下，煤粉与氧气发生氧化反应，为氨合成提供有效气体含量高的煤气。气化炉产生的粗煤气和炉渣出气化炉后一同向下直接排入激冷室，激冷后的粗煤气冷却至约200。激冷室下游是粗煤气洗涤系统，采用文丘里洗涤器和洗涤塔洗涤除去残余的飞灰煤气送后到CO变换装置。变换产生的煤气冷凝液返回气化工序作为文丘里洗涤的洗涤水和激冷水。激冷室剩余水和文丘里洗涤的溢流水以及炉渣排放的水送入废水处理装置。分离掉固体物后的大部分废水作为激冷水，其余的水进入生化处理进一步处理。激冷工艺剩余的水没有被汽化，剩余的激冷水与悬浮的固体物(炉渣、粉灰、煤烟和盐类)一同被闪蒸，最终送去废水预处理。 预处理后的大部分水循环回激冷段作为激冷100、水使用，少量的水作为废水排放，以维持循环水中的盐浓度。液体炉渣经水浴呈粒状停在激冷室底部。从激冷器污水槽排出的炉渣落入充水加压锁闭斗中。炉渣替换了其中的水，上部的锁关闭。炉渣冷却后，下部的锁打开，斗内炉渣和剩余的水被排入炉渣收集槽。 大部分炉渣沉积在炉渣收集槽中，并通过牵链输送机排放，炉渣在炉渣冲洗输送机内进行冲洗以除去其中的细尘和激冷水，然后由输送机送去炉渣料仓/储存容器。由炉渣排放系统夹带的水收集在输送机溢流湿井(导水井)中，并用泵经过水力旋风分离器后打入废水处理装置。炉渣排放系统所需的水由废水处理装置循环回用。废水包括激冷系统的废水、炉渣排放装置的水以及文丘里洗涤塔的溢流洗涤水和含有从粗101、煤气中脱除的细小颗粒物质、煤烟、盐类和挥发重金属硫化物的残余气体冷凝液。激冷回路来的废水首先要经过一个旋风分离器和过滤器系统来进行机械预处理。预净化后的部分激冷水返回激冷系统复用。 其余的带压水首先进入闪蒸槽除去所有的气体组分，之后经过初次冷却后进行氰化物氧化。 接下来的步骤里，预处理的废水经过沉淀和絮凝池，池中加入絮凝剂以刺激煤烟和粉尘的凝聚和沉淀。在增稠器/澄清器中炉渣粉和沉淀被除去，增稠脱水的物质用纤维过滤器来分离沉淀和废水。洗后干燥的滤饼用容器装好送界外进行适当处理。增稠器中的清净废水(0.1%干固体物质)和废水过滤器的滤液收集后循环回炉渣排放系统作为激冷器的激冷水。4.2.4 主要设102、备的选择1、 磨 煤 机粉煤制备(磨粉和干燥)采用的磨机型式有以下三种：低速磨，即钢球磨煤机，适用于各种煤种，一般适用于中、小工程，对磨损性很强的易燃烟煤，在投资合理时，对大型工程也可选用双进双出钢球磨煤机。中速磨(辊盘式磨煤机是其中的一种型式)也称立式磨，适用磨损性较强的烟煤、劣质烟煤、贫煤、褐煤。最适宜原煤水分在25%以下，HGI35100的煤种。高速磨，如风扇磨，适用于高水分、低灰分、磨损性不强的褐煤。由于中速磨适应性较广，具有能耗低、钢耗低、检修方便、噪音低等特点，因而，不仅在大中型电站，而且在冶金、建材、化工等行业都得到了广泛的应用。本项目煤粉制备推荐辊盘式中速磨煤机、中间贮仓式流程103、的技术方案。粉煤制备配置两台辊盘式中速磨煤机，一开一备，磨粉生产线制粉能力为70t/h；配置一台热风炉。2、气 化 炉GSP气化炉带“水冷壁”特别适用于高灰分原料。该设计降低了炉渣对耐火材料衬里的冲击风险，且保证了气化炉较长的使用寿命和低维修费用。为了安全地捕集炉渣和固体物，采用一个全激冷系统。气化炉由一圆柱形反应室组成，其上部有轴向开孔，用于安装喷嘴。气化炉底部是液态排放口。气化炉由一个外压壳和由加压的水进行冷却的内冷却壁组成，以保护外壁不受化学和热冲击。物料经喷嘴入炉，喷嘴处装有点火及测温装置。粗煤气出口温度比灰渣流动温度(FT)高。 反应物(粉煤原料和气化介质)通过气化炉顶部的主烧嘴平行104、流入反应室。反应物在气流床中的多相焰色反应中进行转化，压力约为4.0MPa，气化温度在灰熔点以上操作。气化炉顶部设有带有3条进料线和一个点火烧嘴的主烧嘴。要承受高热负荷的烧嘴组件用烧嘴冷却回路进行强冷却，这些组件包括一个缓冲容器，一个冷却器和备用烧嘴冷却回路(BCC)泵。在开车阶段，点火烧嘴首先要烧天然气(或其它燃料气)，并用氮气吹扫。一旦点燃主烧嘴，则可将点火烧嘴的能力减小。点火烧嘴配有一个高压点火器和一个光学火焰监视系统。一旦由于燃料点火的点火烧嘴处于温度维持操作状态，系统中的气体就会加压，气化炉在几分钟内就可进入在线操作。从热备状态进入满负荷操作状态可在10分钟内完成。气化炉从冷态到满负105、荷操作需半小时到一小时。部分氧化反应可主要将进料中的有机物组分转化为氢气和一氧化碳。进料中的非挥发分形成炉渣。为满足工程的气量要求，选择29005250mm一台气化炉及其辅助系统。l 气化炉烧嘴气化炉烧嘴为GSP的专利技术，有A，B两种形式。A型：粉煤沿中心管进料，氧气/蒸汽由侧旁环隙进入。B型：氧气/蒸汽沿中心进入，粉煤沿绕中心管的螺旋管进料。两种型号的烧嘴都能使粉煤、氧/蒸汽充分混合、运动和反应，使火焰形状、位置及稳定性达到最佳。烧嘴并没有严格的寿命限制，根据技术交流德方专家介绍在德国运行的烧嘴运行十年来从来没有更换过，只是每年更换一次烧嘴前端，更换时间为8小时。l 锁渣罐锁渣罐是煤气化装106、置重要设备之一，主要起储存和排放炉渣作用，是一台承受循环载荷的压力容器，按其载荷性质该设备须遵循压力容器应力分析设计规范进行设计制造和检验，该设备分析设计采用国家标准GB4732-1995，材料宜采用16MnR。国内对此类设备的设计、制造和检验已具备一定的经验和业绩。l 洗涤塔洗涤塔是煤气化装置关键设备之一，其主要作用是将气化炉送出粗煤气，进一步洗涤净化和气水分离，该塔结构设计的关键技术是气体的高效洗涤和水分脱除。4.3 变 换4.3.1 概 述变换工段的主要任务是将气化送来的煤气中的一氧化碳经变换反应得到合成氨生产需要的氢气，并根据不同的温度范围产生不同等级的蒸汽进行工艺余热回收。4.3.2107、 工艺方案的选择本流程选用中-中-低、中变分气(激冷液)激冷变换流程。由气化来的3.84MPa(A)，203.3粗煤气首先进入粗煤气分离器将其中夹带的水份分离掉后，水煤气分两股：第一股经中温换热器升温后进入第一中温变换炉AB(并连操作，采用轴径向变换炉，该炉型气体分布均匀，催化剂装填量少，并可降低压力降)，变换气在中温换热器内和第一股水煤气换热后与第二股水煤气一起进入激冷器，调至合适温度进入第二中温变换炉进行变换反应。而后经蒸汽过热器、中压废热锅炉进入低变锅，出低温变换锅的气体进入低压废热锅炉、锅炉给水加热器回收热量后经冷却器降温，送出系统，变换气最终控制CO含量为0.4%(mol干基)。4.108、3.3 耐硫变换工艺流程简述由气化送来粗煤气经煤气水分离器分离掉少量的冷凝液及灰尘后，经中温换热器温度升高至250，进第一中温变换炉。第一中温变换炉分上、下两段，炉内装有两段三层耐硫变换触媒，层间配有煤气激冷管线调温，出第一中温变换炉变换气CO含量为24%(干)，温度为420左右。变换气经中温换热器降温后进淬冷器，用本工段产生的高温冷凝液淬冷至240，然后进入第二中温变换炉，炉内装有两段耐硫变换触媒，出口变换气CO浓度为4.0%(干)，温度为358左右，进入中变废热锅炉，产生1.0Mpa(G)的低压蒸汽，使变换气温度降温进入低温变换炉，低温变换炉装两段耐硫变换触媒，出口变换气CO浓度为1.0%109、(干)，温度升至为222左右，进入低变废热锅炉，产生0.4MPa(G)的低压蒸汽，变换气温度降至163；经第一水分离器分离出冷凝液后的变换气进入锅炉给水加热器，温度降至140，然后进入脱盐水加热器温度降至70、进变换气水冷器温度降至为40，进水洗塔，气体经塔顶来40洗涤水洗涤除去NH3后送至净化工段。第一水分离器的冷凝液经冷凝液泵升压后送至淬冷器作为淬冷凝液，多余部分送至气化工段。水洗塔塔底出来的冷凝液与煤气水分离器出来的冷凝液一起进入冷凝液气提塔上部，气化来的高闪气进冷凝液泵送气化工段，塔顶气经塔顶冷凝器降温、冷凝、分离后，不凝气送至硫回收处理。脱盐水站来的脱盐水进入脱盐水加热器与变换气换热110、温度升至95，一部分送锅炉房，另一部分进入降氧器脱氧。除氧器用本工段产生的低压蒸汽吹入脱氧，脱氧后的锅炉给水一部分经中压锅炉给水泵升压至2.1MPa(A)分别送至中变废热锅炉、脱硫工段和气化工段；另一部分经低压锅炉给水泵升压到0.8MPa(A)，送至低变废热锅炉；第三部分经气化补水泵升压至5.5MPa(G)后分为三股，第一股经洗涤水冷却器冷至40后作为水洗塔用洗涤水，第二股作为气化补水送至气化，第三股送至氨合成工段。除本工段作用部分0.40MPa(G)低压蒸汽外，其余蒸汽均送管网。触媒的升温、硫化在0.4MPa(A)下进行，循环氮气经氮气循环风机升压。升压后的循环氮气进入氮气电加热炉，升温至预111、定温度后去开工管线，加热催化剂床层。从变换炉返回的氮气经氮气冷却器，氮气水分离器降温分离出水后进入氮气循环风机循环使用。耐硫变换触媒硫化用的二硫化碳是从二硫化碳储槽用二硫化碳计量泵经加压计量打入循环热氮气管道。变换工序主要反应式为：COS+H2OCO2+H2S+QCO+ H2OCO2+H2+Q4.4 低温甲醇洗4.4.1 概 述净化工段的主要任务是脱除变换气中对合成催化剂有毒的H2S、COS、CO2等。4.4.2 工艺方案的选择酸性气体脱除方法种类很多。常用的有传统的热钾碱法、碳丙法、MDEA法、低温甲醇洗法、NHD法等工艺，属于化学或物理吸收的方法，利用在压力、温度的不同，例如加压和低温下，112、甲醇吸收CO2和硫化物能力增强的特性吸收CO2和硫化物，减压和提温再释放溶解的CO2和硫化和物，来达到脱硫脱碳的目的。物理吸收法有碳酸丙烯脂、低温甲醇洗、聚乙二醇二甲醚(NHD)等。碳酸丙烯脂法因能耗高，易降解，逐步被淘汰。目前主要是低温甲醇洗和NHD的竞争。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，需要引进国外的低温材料，113、同时选用国外技术时专利费、基础设计费较高，总之相对于其他净化工艺来讲，基建投资高。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，在大型合成氨厂中普遍采用。低温甲醇洗的专利技术具有代表性专利商为：国外为林德和鲁奇的技术；国内为大连理工大学的技术，两种技术都为成熟技术，但国外专利费、基础设计费较高，因此，本工程为节省投资选用国内技术。NHD法是中国南化公司研究院、原鲁南化肥厂、中国天辰化学工程公司等单位合作开发成功的新技术，属于物理吸收净化技术，该工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽压低，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，114、溶液循环量大，消耗高，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。已成功应用于国内外的最大化肥改造工程(中石化金陵化肥45万吨/年合成氨)低温甲醇洗和NHD净化方法比较净化方法单 位NHD脱硫脱碳低温甲醇洗生产规模t/d NH34841000原 料煤煤净化气H2S1PPm0.1PPmCO20.1%20PPm溶液成份NHDCH3OH再生方法氮气气提或空气气提闪蒸+气提电 耗度/tNH3脱S：14.17脱C：59.5合计：73.67合计：25蒸 汽t/tNH3脱S：0.32脱C：0合计：0.31水t/tNH3115、脱S：17.04脱C：0.72合计：17.16合计：8.16冷 量0.288GJ/tNH3溶剂消耗kg/tNH3脱S：0.2脱C：0.2合计：0.41总 能 耗kJ106/tNH3脱S：1.080脱C：1.034合计：2.1141.4486从工程规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑，酸性气脱除采用低温甲醇洗工艺较好。4.4.3 工艺流程简述本工段采用低温甲醇洗工艺，主要脱除合成气中CO2、H2S和H2O。CO2以高纯度回收送出界区。副产品H2S馏分通过硫回收成片状固体硫磺。来自变换工序变换气中含有饱和水份，先与净化气换热，再经氨冷，进变换气分离器分离出冷凝液。为了防止低温时气体所带的水份冻结、116、堵塞缠绕式换热器的管道，在变换气冷却前注入少量甲醇，气体被冷却至约-7后先送入吸收塔，用来自CO2吸收塔的富甲醇液洗涤，除去变换气中的大部分H2S、COS和CO2。洗涤后的变换气进入CO2吸收塔下部，用来自热再生塔的贫甲醇液洗涤，进一步除去气体中微量的H2S和CO2净化气体(CO220PPm，H2S1ppm)从塔顶排出，经换热温升至常温后送往后续工序。吸收了变换气中大部分H2S、COS和CO2的富甲醇液进热再生塔，利用低压蒸汽或热变换气提供的热量进行再生。热富甲醇液从热再生塔底抽出，经冷却后进入克劳斯气分离器，含H2S约25%vol的酸性气体从中分离出来，去克劳斯硫回收单元得到单质硫磺。从热再117、生塔底抽出另一部分富甲醇液用泵抽至甲醇/水分离塔，利用塔底再沸器提供的热量，将甲醇与水分离。废水从塔底排出界区，甲醇蒸汽从塔顶排出进再生塔中部，被热再生塔的循环甲醇液吸收。再生后得到的贫甲醇用泵抽出，经一系列的换热后进CO2吸收塔上部作为洗涤吸收剂。CO2吸收塔下部的一部分富甲醇液进中压闪蒸塔，将有用的含氢气体闪蒸出来，经闪蒸气循环压缩机压缩回收，返回变换气原料中。中压闪蒸塔闪蒸后的甲醇溶液进再吸收塔，用来自空分装置的低压氮气进行气提，将溶液中的CO2气体提出排放。塔中的甲醇液一部分作为热再生塔的回流，另一部分用泵抽出，去克劳斯气分离器作为洗涤液。由硫回收工段来的克劳斯尾气加入高压甲醇进行水分118、吸收，然后通过克劳斯尾气深冷冷器降温，进入尾气分离器，气体送至再吸收塔，液体经泵送至甲醇/水分离塔。4.4.4 主要设备的选择净化工段主要设备有甲醇洗涤塔、CO2膨胀塔、H2S浓缩塔、甲醇再生塔和甲醇水分离塔。根据目前低温甲醇洗装置的生产经验，甲醇洗涤塔、CO2膨胀塔、H2S浓缩塔和甲醇再生塔采用浮阀塔，浮阀选用高效的导向浮阀。甲醇水分离塔采用筛板塔。其主要设备的主要规格如下：1、甲醇洗涤塔塔径：2050/2600mm塔高：63000mm塔型：导向浮阀塔，塔板数n=81塔顶有不锈钢丝网除沫器主要材质：壳体为SA203Gr.E，内件为不锈钢2、CO2气提塔塔径：2050mm塔高：63000mm塔119、型：导向浮阀塔，塔板数n=56塔顶有不锈钢丝网除沫器主要材质：不锈钢3、H2S浓缩塔直径：3100mm高度：63000mm塔型：导向浮阀塔，塔板数n=76顶部有不锈钢丝网除沫器主要材质：不锈钢4、甲醇再生塔直径：2100mm高度：27500mm塔型：导向浮阀塔，塔板数n=30主要材质：壳体为16MnR，内件为不锈钢5、甲醇水分离塔直径：1000mm高度：63000mm塔型：筛板塔，塔板数n=51主要材质：壳体为16MnR，内件为不锈钢4.5 气体精制4.5.1 工艺方案的选择气体精制有两种方法：(1)低温甲醇洗配液氮洗耐硫变换只采用中温变换，出变换的气体中CO含量在1.0%左右，经热回收和冷却120、进低温甲醇洗后，再进入液氮洗，一次性将气体中所有杂质包括CO、Ar、CH4等全部脱除(送燃料气系统)，合成新鲜气的惰性气含量小于10ppm。变换气经低温甲醇洗净化后的气体温度在-55左右下进入液氮洗时，液氮洗的冷量可以自身平衡。液氮洗气体杂质量很小，因而在合成回路中基本无驰放气，减少了气体损失，压缩功耗也较低。但投资较高。(2)甲烷化精制采用耐硫中变串低变，使CO含量降至0.4%以下，进甲烷化反应，甲烷化后新鲜气中CH4+Ar含量约为0.7%。甲烷化工艺的缺点是甲烷化过程中消耗H2，同时合成回路中驰放气增加，不但损失有效气体，而且压缩功耗增加。甲烷化流程只适合于压力小于4.0MPa、水汽比较高121、的工艺。变换操作压力太高时，受平衡压力的影响，CO的浓度只能达到1.0%，此时若采用甲烷化流程，甲烷化触媒容易超温，消耗氢气量增加，同时合成回路中驰放气增加，压缩功耗也增加。采用甲烷化的优点是：流程短、压降小、投资约为液氮洗的三分之一。结论：虽然液氮洗比甲烷化投资高，但由于液氮洗气体净化度高，新鲜气消耗低，压缩功耗低，其和低温甲醇洗相配合的低温净化流程是最佳的，净化流程能耗、正常操作费用均低，技术先进。采用液氮洗更适合本流程！所以本方案推荐采用低温甲醇洗配液氮洗精制流程，除去对氨合成催化剂有害的CO和CO2组分，同时也除去CH4和Ar等其它杂质。4.5.2 工艺流程简述由低温甲醇洗送来压力1.122、83MPa、温度-35的净化气因含有微量的CO2和CH3OH，为防止CO2和CH3OH在低温下冻结堵塞换热通道，净化气先进入吸附器，通过分子筛吸附后，使CO2和CH3OH含量小于0.110-6。脱除了CO2和CH3OH的净煤气在1.78MPa、-35下进入热交换器后被冷却到-482，使大部分CH4冷凝下来集存于氮洗塔底部。富CH4从氮洗塔底部抽出经节流膨胀制冷，在热交换器和复热，这部分物流作为燃料离开本工段。在氮洗塔内，净煤气被塔顶流下的-182液氮洗涤，气体中的CO和少部分CH4、Ar等组分被冷凝成液体，从氮洗塔下部抽出，经节流膨胀制冷，通过热交换器和复热至34送至燃料气柜。经液氮洗涤，氮洗123、塔顶出口CO和CH4小于110-6的氢氮气在WOl配氮，调整氢氮比为3:1，并经换热回收冷量后，气体离开液氮洗工段去压缩机工段。由氮气压缩机送来压力2.2MPa、温度40的氮气经热交换器换热后，温度降至-33.5，然后低温氮气进入膨胀透平膨胀后，温度降至-105.6，经热交换器换热回收冷量后送出放空。大部分氮气再经热交换器冷凝成液氮供洗涤用。H2:N2比的微调通过在冷箱外直接把高压氮通入合成气中实现。4.5.3 主要设备选择液氮洗冷箱规格：4m4m25m4.6 压缩、氨合成、氨库、氨回收4.6.1 合成气压缩合成压缩机用于精制气及循环气的压缩，来自氨合成系统的循环气进入压缩机高压段中间吸入口与124、进入高压段新鲜气混合，被压至15.4MPa(绝)进入合成系统。对于那些输气量大、而需要多段引入、压缩比小、介质组成多变的工况，采用离心压缩机，只需一台就可以满足生产要求。因此本工程合成气压缩机选用离心式压缩机，用蒸汽透平驱动。根据全厂蒸汽平衡及合成压缩机转速和功率的要求，气轮机采用抽凝式机组。汽轮机进口蒸汽 8.82MPa 535抽出口蒸汽 2.6MPa离心式压缩机具有如下优点：(1)输气量大而连续，运转平衡；(2)易损件少，使用期限长，能保证常年连续动转，日常维修工作量很少；(3)机组外形尺寸小，重量轻，占地面积少，从而节省基建费用；(4)由于离心式压缩机转速较高，可用蒸汽透平直接驱动，从而125、节省了宝贵的电能；(5)机体内部不需要润滑，气体不会被润滑油污染，从而能保证气体的质量，满足工艺生产对气体无油的要求。离心式压缩机的主要缺点是对压力的适应范围较窄，有喘振现象，另外离心式压缩机的效率比往复式压缩机低。压缩机选型：新鲜气： 气量：162760Nm3/h 压力：3.0MPa(A)循环气： 气量：405240Nm3/h压 力： 14.7MPa(A)出口压力 15.4MPa4.6.2 氨合成工段4.6.2.1 工艺方案的选择氨合成工段是合成氨厂生产中的关键环节，而合成塔又是合成工段的关键设备。近年来许多公司在氨合成塔技术方面进行了大量的工作，一些新型的氨合成塔相继问世，如丹麦Topse126、 公司开发Topse-300型氨合成塔，瑞士Casale公司的轴径向氨合成塔，美国Kellogg公司的卧式氨合成塔等，在世界上处于领先地位。降低塔的压降、改善气流分布、提高塔的容积利用率和触媒利用率、提高氨净值，减少循环压缩功率是氨合成塔技术发展中的主要特点。选用高效、节能的氨合成塔为工厂带来最好的经济效益是本设计所追求的目标。Casale公司及Topse公司建造氨合成装置工程主要业绩Casale公司1)中国吉林石化公司 生产能力：1000MTD2)中国陕西 天际煤化工有限公司 生产能力：1000MTD3)澳大利亚W.M.C.FERTILIZER SYBELLA CReeK 生产能力：1000127、MTD4)美国FARMLAND.Ccoeffyille.Kansas 生产能力：1000MTDTopse公司：占全世界大型合成氨装置建设的4050%的份额1)中国渭河化肥厂 生产能力：1000MTD2)孟加拉化肥 生产能力：1000MTD3)印度化肥 生产能力：1000MTD4)泰国化肥 生产能力：1000MTD5)印度尼西亚拉化肥 生产能力：1000MTD(1)卡萨利合成塔内件有如下优点：1)气体轴径向流过触媒床，从而除低了塔的压降，根据卡萨利公司给本工程的初步报价，全塔压降在2.5bar左右。2)氨净值高，可达18%左右。充分利用全部催化剂床层，包括顶层。3)采用床间换热和床间冷激相结合的128、方法，调节触媒床的温度，调节灵活快捷。4)第一、二触媒筐可单独从内件中抽出，三个触媒筐之间分别采用重力密封的形式，第三触媒筐固定于内件上，不需密封。上、下两个换热器用密封垫固定在一起，两换热器之间采用迷宫密封的形式，使其很容易取出。(2)托普索合成塔内件特点1)Topse-200合成塔采用全径向反应床。床层阻力降低，全塔阻力降2.5bar左右。2)全塔净氨值达18%左右。3)采用床间换热和床间冷激相结合的方法。4)技术成熟可靠。氨合成塔操作条件比较型 式CasaleTopse-200三床层三床层净 氨 值18.5%18.5%催 化 剂 m348.550惰性浓度 %0.020.02合成压力 MP129、aA14.7514.5废热回收 106kJ/tNH32.592.55压 缩 (包括合成气压缩机)106kJ/tNH31.051.06本可研暂按托普索合成技术考虑。待后通过招标的方式，从技术先进、成熟可靠、经济合理等综合考虑作最终确定。4.6.2.2 氨合成工艺简述氨合成反应如下：N2 + 3H3 2NH3 H298 = -92.44kJ/mol来自合气气压缩机的15.4MPa气体进入热气-气换热器。在换热器中与来自锅炉给水预热器的反应气通过交换被加热到173.5。然后气体送往氨合成塔在合适的氨合成催化剂下反尖以增加氨的体积浓度到20.65%。可通过支路管线分流部分气体来控制进塔气的温度。反应气130、可回收废热量，可产生中压饱和蒸汽。废热回收装置是由两个换热器构成的：废热锅炉，产生2.5MPa的蒸汽，气体冷却到270；锅炉给水预热器，预热进入废热锅炉的水，气体冷却到189。在开车操作的早期阶段，为加快热循环部分，废锅炉也能用作加热器。来自废热锅炉的反应气进入到热气-气换热器的管程被冷却到74，加热合成原料气。反应气体再送往水冷却器，在这里气体被冷却并有部分氨被冷凝。出口温度是39。合成气和液氨混合物进入冷气-气换热器，用自氨分离器1冷的循环气在这里进行冷却。气体再被送往高温冷凝器，在这里被用氨冷冻工段提供的液氨(在4)的蒸发冷却到8。再进入低温冷凝器，用液氨(在-15)蒸发冷却到9，发生进131、一步的氨冷凝。进入分离器。从分离器中的合成气分离出液体氨，循环气通过冷气-气换热器从6加热到35进入合成气压缩机循环段的吸入口，为了使氨合成循环气中惰性气体浓度不超过氨合成反应过程的允许量，在氨分离器的出口气体中连续排放一定量的吹除气，送往氨回收工段。来自分离器的液氨经减压，进入到中压氨闪蒸罐，在这时分离闪蒸气体，并得到最终产品液氨输送到界区外。来自中压氨闪蒸罐闪蒸气体，输送到合成气压缩机新鲜吸入口。4.6.3 主要设备选择(1)氨合成氨合成塔采用Tops-e200型径向合成塔，设备内径为2330，高度为21000，塔由一个承压外壳和内部的触媒筐组成，触媒筐是由两个催化剂床和一个位于上层床中心132、位置的床间换热器及底部换热器组成。承压外壳为层包扎结构，材质拟采用低合金钢，上部与多层包所筒体连接的筒体端部和下部球形封头采用低合金钢锻件。合成中压蒸汽发生器(废热锅炉)和中压蒸汽过热器是利用高温合成气体的温度产生中压饱和蒸汽，管程为合成气，壳程为蒸汽，壳程采用低合金钢，换热管采用不锈钢，管箱壳体为耐热抗氢钢。(2)废热锅炉的选型废热锅炉一般有以下几种形式1)列管式废热锅炉其特点：阻力小、结构简单、制造方便、造价低。缺点：在高温高压下压力载荷和热膨胀载荷变化产生的应力，易产生管束和管板连接焊缝的损坏，造成安全事故。一般高温高压锅炉不宜采用列管式废热锅炉。2)插入管式废热锅炉其特点：在高温区域没133、有原管板，不需要补偿因温差而产生的相对伸长量，插管本身能自由伸缩，受热面换热均匀。具有结构简单、安装和维修方便的优点，但是插入管的外套管，下部无法排污，易产生沉淀物积聚，使管子局部过热甚至烧坏。故对锅炉水质要求很高。3)U型管式废热锅炉a)特点：U型管式废热锅炉的U型换热管两端都是固定在同一侧的管板上，与锅炉壳体无直接连接。管子可以在壳体内自由伸缩，不存在管壳之间的热应力问题，很适用在管、壳之间温差较大的场合。这种锅炉结构比较简单，管束可以抽出，维修方便。b)U型管式废热锅炉可分为卧式和立式两种。卧式U型管式废热锅炉，可与合成塔直接连接，水汽侧循环效果好，热效率高。但设备安装要求高。立式U型管134、式废热锅炉，安装、检修方便，结构简单。本程推荐使用U型管式废热锅炉。4.6.4 氨贮存和氨输送4.6.4.1 氨 贮 存液氨贮存有常压和低压0.4MPa；中压2.02.5MPa三种型式。常压贮存液氨温度较低为-33，贮罐需用耐低温钢材，适于大型氨贮存。需要设置冷冻保安系统。低压液氨贮存，为考虑到环境及安全因素，也需要设置冷冻保安系统。同时，需设置氨输送泵，将液氨回压到2.2MPa，才能达到本工程尿素装置的需求。中压液氨贮存，不需冷冻保安系统及氨输送泵，但压力贮罐造价太高。只适用于中小型氨贮存。氨贮存(10000m3)比较贮存形式压力MPaG；温度投资(万元)电耗kWh备注低压(球罐)4 0.4135、MPa130060常压(立式)-33 0.002 MPa708120考虑到运行和投资的因素，本设计暂推荐常压液氨贮存。为考虑尿素装置检修，确保合成氨装置的正常生产，以及用作新能源重化工基地内精细化工原料的部分合成氨的储存，确定存贮量为合成氨生产15天的生产量。选用5000m3常压液氨贮罐2台。并设有保安氨冰机系统。4.6.5 氨 回 收方案：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。流程：来自合成工段及氨库的贮罐气进入氨吸收塔底部；同时由氨洗涤底部出来的12%左右的氨水进入吸氨吸收塔中部136、；由软水贮槽来的软水经洗涤液泵升压后送入吸氨吸收塔顶部进行氨吸收。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。4.7 硫 回 收4.7.1 工艺方案的选择4.7.1.1 技术路线简介从含硫化氢的酸性气体中回收硫磺，已经在工业上应用的有改良Claus工艺；低温Claus工艺(例如Clinsulf、Sulfreen、Clauspol、MCRC、CBA)；催化氧化工艺(例如SuperClaus、Selectox、Cansolv、Crystasulf、A.D.A、PDS)。(1)改良克劳斯工艺最早的克137、劳斯反应是在一个高温燃烧反应炉内完成的，后来在早期克劳斯法的基础上加以改进，使用催化剂在较低的温度下加速克劳斯反应，以提高硫化氨的转化率，这就是所谓的“改良克劳斯法”。当酸性气体中硫化氢含量在15%50%，采用克劳斯法，而当硫化氢含量低于15%时，不适合采用克劳斯法，而用选择氧化法。克劳斯法基本反应如下： H2S + O2 SO2 + H2O 2H2S + SO2 催 化 剂 3S + 2H2O改良克劳斯法可分为两种方法：部分燃烧法 将含硫化氢的酸性气体导入燃烧反应炉，配入一定量的空气，或氧气稍过量一些，进行部分燃烧，然后经过两段或三段催化转化和冷却冷凝分离出硫。最后的尾气进入尾气处理装置。分138、流法 当原料气中硫化氢含量在1550%的情况下，若采用部分燃烧法，则反应热足以维持反应炉高温转化的操作温度，故宜采用分流法(若提供燃烧气燃烧，则也可以采用部分燃烧法)。分流法是把三分之一的酸性气体导入燃烧炉，通入定量的空气使燃烧反应炉内硫化氢全部变成二氧化硫，然后与旁通管路导入的其余的酸性气体混合，再去继续催化转化反应。传统的Claus硫回收工艺经过几十年的发展，目前其硫回收率已接近其热力学平衡值，达9699%，但其尾气中硫化物浓度仍达0.82.8%，如果直接燃烧排放，既浪费了大量硫资源，也污染了环境，因此，必须对尾气进一步净化利用。下面将要谈到的Clinsulf、SuperClaus等工艺既139、可以取代改良克劳斯工艺，也可以用作克劳斯工艺的尾气处理。(2)低温克劳斯工艺克劳斯反应是一个可逆的放热反应，因此降低反应温度对平衡的硫转化率有利，但温度降低，反应的速度也同时减慢了，但是采用合适的催化剂就可以加速这个反应。正是基于这种思想Linde公司开发出了Clinsulf系列工艺。Clinsulf工艺Clinsulf为H2S直接氧化为硫单质的气相催化过程。含H2S酸性气体被直接加热到220左右，与预热的空气混合送到Clinsulf反应器，在此H2S直接氧化，通过一个内置的冷却系统调节反应器出口温度略高于硫的露点温度，将反应热传给锅炉给水产生中压蒸汽，硫在下游的冷凝器内析出。该工艺的核心是L140、inde公司开发的内冷式反应器。该反应器分为两部分，入口部分设置一个非冷却绝热床，允许反应温度迅速上升以提高反应速度。下部分有一个催化床，内设一个盘管式换热器，该换热器提供有效冷却，以使反应器出口温度降至接近于硫的露点温度，这样就可以尽可能多的产生硫。上部分反应器不预冷是为了当催化剂受进料中杂质影响时便于清理和更换，并且保证靠反应热能达到COS和CS2等有机硫化物水解所需的300320的温度。该反应器使用的是常规克劳斯催化剂，但装置的总硫回收率可以达到9495%，与两级催化转化的克劳斯装置相当，但Clinsulf工艺比普通克劳斯工艺节省20%的装置投资费用。如果使用Linde公司最新开发的Cl141、insulfDO工艺或ClinsulfSDP工艺，则不但可以节省投资，还可以提高硫回收率到99.6%，而不用再设置尾气处理装置。(3)催化氧化工艺催化氧化工艺有固相催化氧化和气液催化氧化两种，其中SuperClaus、Selectox是气固相催化反应，Cansolv、Crystasulf、A.D.A、PDS是气液催化反应。但是，用的最多的就是SuperClaus工艺。SuperClaus工艺 Superclaus工艺采用特殊的选择性氧化催化剂，直接将H2S氧化为元素硫。Superclaus工艺有两种，一种是Superclaus-99，另一种是Superclaus-99.5。Superclaus142、-99工艺是在克劳斯工艺的第二级转化器后设置一台Superclaus反应器，使总硫回收率达99%。这种工艺中Superclaus反应器处理的是不经加氢处理的Claus尾气。Superclaus-99.5与Superclaus-99不同之处是在第二级转化器和Superclaus反应器间设置一台加氢反应器，先将没有反应的二氧化硫都还原成硫化氢，这样总硫回收率可以提高到99.5%，一般也就不用设置尾气处理装置了。Superclaus的工艺气体在选择性氧化时，通入过量氧对选择性无明显影响，并且不需尾气处理，使得Superclaus工艺过程简单，操作容易，能耗低，投资少。4.7.1.2 工艺方案的确定在143、本工程中选择传统的改良三级催化反应的克劳斯工艺，然后将克劳斯尾气加氢处理后通过压缩机送回净化装置。我们作出这种选择是基于以下因素：(1)在克劳斯高温反应阶段，可以使65%的硫化氢转化成单质硫。在一级催化反应器中使用三分之一的脱漏氧保护催化剂LS-971和三分之二的常规高效催化剂LS-300，这样可以使23%的硫化氢化成单质硫。二级催化反应器中也装填同样的催化剂，可以使7%的硫化氢转化成单质硫。这样总的硫磺回收率可以达到95%。(2)在满足总硫回收率95%的情况下，克劳斯尾气中硫化氢和二氧化硫浓度还过高，不能达标排放，我们借鉴其它已经设计施工的项目经验，将克劳斯尾气加氢处理，然后通过螺杆压缩机送144、回净化装置的酸性气提浓段处理。这样硫回收装置就不会有大量含有硫化氢和二氧化硫的废气排放，既满足了环保要求又可以很好的保护操作人员的身心健康和减少设备腐蚀。(3)我国的很多中小型硫回收装置都是采用改良克劳斯工艺，因此工艺技术成熟；在催化剂方面，中石化硫磺回收技术协作组的主办单位齐鲁石化研究院就开发了LS系列的高效硫回收催化剂，经中石化系统几十套硫回收装置应用，反应情况良好。(4)如果采用Clinsulf、Sulfreen、Clauspol、MCRC、SuperClaus、Selectox、Cansolv、Crystasulf等工艺路线，要交高价的专利使用费，而且催化剂几乎都是专用的，需要从欧美国145、家的专业厂家进口。4.7.2 工艺流程简述来自脱硫工段酸性气经过酸性气分预热器进入主燃烧炉，与按一定比例配入的空气混合燃烧。炉内发生H2S部分氧化反应： H2S + O2 SO2 + H2O2H2S + SO2 催 化 剂 3S + 2H2O在燃烧炉内有65%的H2S转化成单质硫。经过废热锅炉副产蒸汽，再经冷却器冷却生成的少部分硫磺分离进硫磺地下槽，气体经加热器依次进入二级克劳斯反应器和二级硫冷凝器，二氧化硫在催化剂作用下绝大部分生成单质硫磺，分别来自硫冷凝器的硫磺经液封槽收集于液硫池，产品硫磺用液硫泵送出。反应后的尾气经冷却和尾气捕集器与加氢反应气经气一气换热器换热后，再经电加热器加热，在过146、程气与氢气混合器中与氢气混合后送至加氢反应器还原，还原气经换热器回收余热后送至急冷却水急冷，塔顶尾气送回到甲醇洗进行再次吸收。急冷塔冷却水通过急冷水泵、急冷水过滤器、急冷水空冷器、急冷水冷却器循环利用，消耗的冷却水从界外补充。4.7.3 主要设备选型克劳斯反应器 克劳斯反应器采用卧式组合结构，将二级催化反应器放在一个壳体里，中间用隔板隔开。采用卧式组合结构可以节省占地面积和设备投资，而且与传统立式拱顶反应器相比，降低了催化剂床层的压降，提高了系统的安全性。4.8 合成氨生产原材料及动力消耗量合成氨生产消耗定额(以吨氨计)序号项 目单 位消耗指标(每吨氨)小时量备 注一原 材 料1原 料 煤t1147、.79667.372分 子 筛kg0.0673.053催 化 剂 QCS-01kg0.0361.644催 化 剂 QCS-04kg0.14.575甲醇及化学品kg0.7227.256氧 气 (99.6%)Nm3797.829917.57氮 气 (99.99%)Nm3678.953755二公用工程1循 环 水 (t=10)t190.2123602一 次 水 (0.4MPa)t7.05366.43电 (kWh)6000/380VKw.h133.66088.154蒸 汽5.3 MPa(G)蒸汽535t3.84167.65仪表空气0.7MPat15683.55三副 产 品硫 磺kg16.376144.148、9 尿素装置4.9.1 工艺方案的选择本尿素装置的设计能力为一套日产1650吨颗粒尿素。自全循环法合成尿素工艺工业化以来的几十年时间里，尿素工艺技术已取得了很大进展。在解决诸如提高反应转化率、促进未反应物分解回收、减轻设备腐蚀、提高能量利用率、减轻环境污染以及提高操作灵活性和设备可靠性等方面都已积累了丰富的经验。目前在尿素技术市场上占主导地位的主要有以下几种技术：CO2汽提法、NH3汽提法、ACES节能工艺等。为了合理地选择用于本工程的尿素生产工艺，兹将上述三种汽提法的工艺技术特点和生产能耗及经济效益比较。4.9.2 氨汽提工艺氨汽提工艺，即Snamprogetti斯那姆工艺。氨汽提法尿素工艺149、核心是采用过量氨作为自气提剂的全循环汽提过程。特点主要在合成回路：操作压力150155bar，合成塔入口NH3/CO23.33.6，反应温度186189，因此合成塔内CO2转化率可达6567%，钝化O2含量0.25%。且由于此塔内设有多层孔板阻止返混，有利用尿素生成反应的进行。由于过量氨的气提作用，反应液进入汽提塔后大部分未转化的甲铵被分解，使得整个合成回路尿素产率(以CO2计)高达85%。残余的甲铵与游离氨在下游中压(18bar)循环段和低压(4.5bar)循环段予以分解回收。从气提塔顶部出来的NH3与CO2气体，跟中压段打来的甲铵循环液混合后，在高压甲铵冷凝器内冷凝，借助液氨射器吸引返回合150、成塔。甲铵冷凝器利用冷凝热副产低压蒸汽，供下游分解段和蒸发段利用。氨气提法还采取了一系列热回收措施，节省蒸汽和用水，如利用低压分解气予热进合成塔的液氨，用工艺冷凝液予热高压甲铵，利用中压分解气加热予蒸发器，工艺冷凝液经水解处理后作锅炉给水，回收的低压蒸汽用于二段蒸发等。氨汽提法可在40%负荷下运行，操作弹性好。4.9.3 CO2汽提工艺，即Stamicarbon斯塔米卡邦工艺CO2汽提法是第一个申请汽提专利、工业化较早的汽提技术。采用该技术在世界范围内建厂较多，生产能力也较大。其主要特点是高压圈在CO2-NH3-H2O系统共沸点温度上运行，并不在意单方面追求较高的CO2转化率，而是将CO2转化151、率与NH3的转化率同时考虑，综合各方面因素，以最低的运行成本确定最佳氨碳比。由于采用CO2作为汽提剂，汽提效果好，过剩氨较少，不需中压分解回收段，流程短，减少设备投资。该工艺从六十年代成功地工业化至八十年代初，在世界尿素技术市场占有统治地位，在此期间兴建的大中型尿素装置大部分采用该工艺技术，但随着NH3汽提，ACES法的崛起，CO2汽提法受到了严峻的挑战，在与其他工艺的竞争中，该工艺对自身的缺陷做了大量的改进，简要叙述如下：(1)合成部分增加铂催化脱氢反应器，从CO2气中脱氢，消除尾气产生爆炸气体的危险，使之运行更加安全；改进高压洗涤塔，吸收性能更好，安全性好，并易于检修；去掉由合成塔至高压喷152、射器的管线，避免合成系统的不稳定性；取消氨加热器，以减少高压设备；增加了4bar吸收器，以减少高压洗涤器尾气的氨损失；采用低压启动，缩短启动时间，相应取消合成塔至高压洗涤塔管线上的HIC控制阀；采用高效塔板，阻止合成塔介质的返混，提高合成塔的效率，将高压冷凝器改为池式冷凝器，减少高径比，降低框架高度。(2)循环系统改进低压精馏塔液体分配器，避免冲击填料层和破坏喷咀。改进加热管道，提高换热能力。改进低压甲铵冷凝器，提高吸收能力。增加常压吸收器，以减少氨损失。(3)蒸发系统修改二段加热器，改善换热并减少夹带尿液；修改二段分离器，防止堵塞；改进刮板，提高造粒塔中产品流动的均匀度；改进造粒喷头，改善颗153、粒大小分布，并便于检修；根据需要，造粒塔增加晶种系统，以得到较高冲击强度的产品，增加涂料系统，以减少结块倾向。(4)增加废水深度解吸系统，使废水含尿素和氨分别降至1ppm，回收利用作锅炉给水，减少对环境的污染。(5)特别是近年来对其甲铵冷凝器作了较大的改进，由立式降膜型改为池式冷凝器，被冷凝介质由管内改走壳程，为被冷凝介质提供了较长的停留时间，使得气提被冷凝的同时，部分甲铵脱水生成尿素，其既是一个冷凝器，又是一个尿素合成反应器。该改进后的工艺技术较好地克服了原工艺需高框架布置的缺陷，同时由于采用专有的气体分布装置，使得冷凝过程更为合理，温度分布理为均匀，凝点温度也进一步提高，节省了传热面积，降154、低了投资。同时，也为进一步提高副产蒸汽的压力创造了条件。该改进型的CO2汽提工艺专利商将其命名为2000+TM工艺。斯塔米卡邦的2000+TM工艺，根据其在池式冷凝器中尿素合成的程度不同分为两种，一种是在池式冷凝器中完成约60%的CO2转化率，其余40%仍在传统的圆筒型合成塔中完成，框架高度由最初的78m降为33m。传统合成塔的容积大幅度地减少。另一种是将尿素的合成完全地转移支池式冷凝器中，即所谓的池式冷凝反应器，取消了传统的尿素合成塔，使得尿素框架的布置进一步降低。本工艺在2003年底中海石油化学有限公司建设的富岛二厂80万吨/年大颗粒尿素投入运行。目前CO2汽提法通过上述改进，其效果是：既155、保持低氨碳比、低分解压力和高分解率的同时，又使运行更加安全可靠，减轻腐蚀和磨损，延长连续运行周期；降低蒸汽和氨耗，每吨尿素的消耗指标和氨汽提法和ACES法机同，同时，改善污染；启动时间缩短，24小时内可达到满负荷运行。大大降低了框架的高度，操作、检修、安装更为方便，进一步节约了投资。4.9.4 ACES工艺(TEC工艺)ACES工艺，即TEC工艺。TEC公司1982年从三井化学公司获得整个尿素工艺技术的专利用和秘密的所有权，TEC公司对该工艺不断的改进，使其成为是一种节能工艺，现在的工艺叫做ACES21工艺。(1)由于合成进料NH3/CO2分子比高(3.7)，CO2转化率可以充分提高；同时降低156、甲铵冷凝NH3/CO2分子比(2.9)减少了冷凝器未反应的物料量；由于汽提效率较高，使高低压分解段的负荷降低，从而减少了公用工程的消耗。(2)由于NH3/CO2分子比高，设备选材恰当，特别是汽提塔和铁素体双相钢，设备具备良好的耐腐蚀性。停车后可以较长时间封塔保压而不致于造成腐蚀，因而无需排放。这不仅减少了NH3和CO2的损失，而且提高装备的运转率。另外，另入系统防腐空气的量在大减少，尾气不存在爆炸危险。(3)热回收率高。由于高压甲铵冷凝器的操作压力较高，相应的凝点温度也提高，为反应冷凝热较高效率地利用创造了条件。其反应热一部分用于副产0.5MPa(G)低压蒸汽，另一部分用于加热汽提塔出来的尿液157、。中压分解气大部分冷凝热用于尿液的浓缩。(4)消除污染。由于排出气经最终吸收塔清洗后放空，NH3含量甚微，工艺冷凝液经水解后可作锅炉给水。造粒塔顶部设置了粉尘回收系统，顶部排出的气体中含尘量降到20mg/Nm3以下。(5)采用特殊结构的汽提塔。上部为板式塔，下部为降膜式热交换器。在抑制尿素水解和缩二脲生成的同时，利用CO2汽提使未转化的甲铵和过量氨有效分离，从而降低蒸汽的消耗。(6)合成塔、高压甲铵冷凝器、高压洗涤器均需高层框架布置，建设费用中土建费用较高。4.9.5 三种尿素工艺比较和选择4.9.5.1 三种尿素工艺主要操作条件的比较三种尿素工艺主要操作条件比较表 方 法项 目CO2汽提法N158、H3汽提法ACES法一、合成条件1、压力MPa(G)14.015.617.52、温度1851881903、NH3/CO2(分子比)2.953.644、H2O/CO2(分子比)0.40.670.55、CO2转化率%606568二、汽提分解1、氨汽提塔操作压力MPa(G)15.02、氨汽提塔操作温度(顶/底)190/2103、CO2汽提塔操作压力MPa(G)14.017.54、CO2汽提塔操作温度(顶/底)187/167188/1755、蒸汽压力MPa(G)1.92.452.26、汽提塔出口液NH3含量(wt%)7825127、汽提塔出口CO2含量(wt%)10814三、高压冷凝1、高压甲铵冷凝器159、操作压力MPa(G)14.015.017.52、高压甲铵冷凝器副产蒸汽压力MPa(G)0.390.40.60.5四、中压分解1、中压分解操作压力MPa(G)1.82.02、中压分解操作温度155160五、低压分解1、低压分解操作压力MPa(G)0.30.480.32、低压分解操作温度135140140六、中压吸收1、中压吸收操作压力MPa(G)1.82.02、中压吸收操作温度110114七、低压吸收1、低压吸收操作压力MPa(G)0.30.40.32、低压吸收操作温度758040八、真空浓缩一、二段浓缩系统的操作压力MPa(G)0.0330.0030.030.0030.0340.003操作温度160、911381281381121384.9.5.2 尿素生产工艺投资比较以传统的水溶液全循环法的投资为100%作基准。经估算几种典型生产方法的尿素装置投资费用如下表。三种尿素生产工艺投资估算比较表生产方法CO2气提法NH3气提法ACES投资%1001131054.9.5.3 三种尿素工艺消耗指标比较以日产1760吨尿素装置能耗和消耗指标比较见下表。为了便于比较，二氧化碳压缩机均按照采用凝汽式汽轮机驱动。三种汽提法尿素生产方法消耗指标比较序号项 目单 位CO2气提NH3气提ACES1液氨(100%)吨/吨尿素0.570.570.572CO2(100%)吨/吨尿素0.740.7320.7363蒸汽2161、.5MPa吨/吨尿素0.920.7720.573.8MPa吨/吨尿素0.5250.6100.565电度/吨尿素2324184.9.5.4 尿素生产工艺选择三种尿素年产工艺能耗不相上下，氨耗都接近理论值，三废处理和热利用措施都比较完善，CO2汽提法投资较省，而ACES法的能耗较省。CO2汽提工艺迄今世界建厂投产时间较早，装置最多，运行生产经验，与其它气提工艺相比多，该法生产装置虽然由于氨碳比低，缺少中压段，装置灵活性稍差，防腐空气量大，从国内厂家多年运行情况来看，关键设备的使用寿命都能达到使用年限，装置的最低负荷也可达到60%。而且其专利商不断对CO2汽提法工艺和装置进行改进，特别是最近推出了其162、改进后的2000+TM工艺，较好地克服了其高框架布置的缺陷，进一步降低了装置投资费用，增加了该技术的竞争实力。若使用传统的CO2汽提法工艺，可节省专利费。氨汽提工艺以其操作灵活和低框架布置的优点成为国际上发展速度最快的工业尿素技术。有关国家八十年代中期先后引进多套大中型尿素装置，经过多年实践发现该法同时存在汽提程度较浅，中压段负荷较重，氨循环量变化大，高压氨泵不好操作，加之流程较长，导致全系统操作较复杂。汽提塔选用钛管，有不耐冲刷、腐蚀的疑虑，有的装置开车时曾出现“红尿素”现象，而高压钛材设备的加工、制造费用高，维护不太方便。近来氨汽提塔的管子虽改为锆双金属材料，耐蚀性能有改进，但价格高。其与163、CO2汽提法相比投资较大。东洋公司的ACES节能工艺，与CO2汽提法和NH3汽提法不相上下，利用该技术到2000年全世界已经建设13套装置，尿素生产规模从日产180到日产1760吨不等。由于该技术不断优化，其节能效果十分显著。但由于技术开发较晚，因此在世界上建设的装置较少。通过综合对比，本项目尿素生产拟采用CO2汽提工艺技术。4.9.6 尿素生产工艺流程简述(1)原料液氨和二氧化碳的压缩、输送来自界区的原料液氨经高压氨泵加压到约16.0MPa，通过高压喷射器进入高压甲铵冷凝器。界区来的二氧化碳经压缩机增压到约15.3MPa进入气提塔，为了防腐需在压缩机入口加入防腐空气。(2)高压合成回收尿素合164、成塔的反应条件为：合成压力13.814.5MPa，合成温度185188，NH3/CO2(摩尔比)2.93.1，H2O/CO2(摩尔比)0.40.5。合成塔的反应混合物先送至气提塔，在此利用2.16MPa的蒸汽加热，将未转化成尿素的大部分的甲铵和过剩氨分解分离。气提塔出液经减压后送至低压循环系统。气提塔顶出气送入高压甲铵冷凝器顶部，液氨和一甲液也送到高压甲铵冷凝器顶部，在此进行甲铵生成反应，并副产低压蒸汽。高压甲铵冷凝器低部出来的甲铵液、氨和二氧化碳混合物进入尿素合成塔低部，进行尿素的生成反应。合成塔出口气体送入高压洗涤器进行冷凝吸收，高压洗涤器出来的甲铵液流入高压喷射器，通过液氨输送到高压甲铵165、冷凝器，高压洗涤器未冷凝的气体送往低压吸收塔。(3)低压循环离开气提塔底部的尿液减压后进入精馏塔，精馏塔下段为加热段，甲铵分解所需热量由高压甲铵冷凝器副产的低压蒸汽提供，尿液中的未反应通过加热进一步分解。离开精馏塔的尿液减压到约0.045MPa(A)送入闪蒸槽，闪蒸槽出口气体在真空系统冷凝，闪蒸槽出来的尿液流到尿液贮槽。离开精馏塔低部的气体进入低压甲铵冷凝器，通过该冷凝系统回收氨和二氧化碳，低压段回收后的甲铵液通过高压甲铵泵送往高压洗涤器。(4)真空系统闪蒸槽出来的尿液分别进入一、二段蒸发系统，使尿液浓缩到98%去造粒塔。一、二段蒸发分离器出来的气体送到蒸发冷凝系统进行冷凝回收，回收的蒸发冷凝166、液送往解吸水解系统。(5)解吸水解系统蒸发冷凝系统来的蒸发冷凝液，经解吸塔和水解器处理后，其废液中氨和尿素浓度分别小于35ppm送出界区，解吸后的富含氨和二氧化碳的气体经冷凝后送到低压吸收段。4.9.7 原材料、动力消耗原材料、动力消耗定额(以吨尿素计)序号项 目单 位消耗指标(每吨氨)小时量备 注一原材料1氨t0.57739.062CO2t0.73549.8二公用工程循环水(t/h)t91.806214.86电(kWh)380V/10kvKw.h22.8614865.3MPa蒸汽饱和t0.5032.52.5MPa(G)蒸汽380t0.9461.04.9.8 主要设备选择4.9.8.1 静 设167、 备本工程尿素装置采用CO2汽提法的工艺路线，装置中主要工艺设备约44种。主要设备有精馏塔、汽提塔、高压甲铵冷凝器、高压洗涤塔、真空蒸发器、尿素合成塔等，该装置的设备制造和生产维修在国内已积累了丰富的经验。由于尿素介质腐蚀的特性，传统的做法是加入一定量的氧气进行防腐钝化；因此选材和防爆是关键的问题。近年来随着化肥工业的发展，各国在这方面都进行了总结和研究，如选用耐腐蚀性能更为优良的钛材和结材，减少氧气的加入量，严格控制氧在系统中的积累，即降低了腐蚀，也有效地避免了爆炸事故的发生。直接与尿素介质及高浓度甲铵深液接触的设备，除有表面腐蚀外，还会对不锈钢产生晶间腐蚀。只有将不锈钢中的碳含量降低到一定168、的数值，才会减少晶间腐蚀的发生，此类设备需选用尿素级不锈钢316L。为确保装置能长期，安全可靠的运行，并能节省工程投资，对尿素装置其它设备按其操作工况和腐蚀程度及腐蚀类型，依次选用25/22/2、321、316L、304L、316、304等。尿素合成塔、高压洗涤器、高压甲铵冷凝器等高压设备，因压力高，直径大，壳体需采用多层包扎结构，材质选用低合金钢。尿素合成塔、高压洗涤器。H2转化器等设备需采用不锈钢防腐衬里，衬里可采用松衬或堆焊不锈钢，在这方面国内在设计和制造及检修方面都有成熟的经验。4.9.8.2 动 设 备本装置中主要有CO2压缩机组、高压液氨泵和高压甲铵泵、尿素熔融泵等。1)CO2压缩169、机组CO2压缩机为二缸四段由蒸汽透平驱动，国内外装置中大多采用意大利新比隆公司产品，或由此技术延伸生产的其它国内外技术产品，如日立、沈彭均有成熟的产品应用在相同规模的尿素装置中。在近年来国内的交大赛尔机泵公司和锦化机透平分公司在该领域亦有一定的成熟业绩和竞争能力。本项目按国内厂商制造供货。2)高压液氨泵和高压甲铵泵我国七十年代引进的十三套大化肥装置和八十年代引进的三套大型渣油氨厂配套尿素装置均采用往复式高压液氨泵和甲铵泵。除山西化肥厂将合成氨加工成硝酸并进一步加工成硝酸磷肥外。从中原大化肥作为标志开始引进的十几套大型尿素装置配套的高压甲铵泵均为离心泵，其中有高速胜达因泵、中速多级荏原泵、中速多170、级新比隆泵等；而高压液氨泵有往复式泵、有高速胜达因泵、中速多级荏原泵、中速多级新比隆泵等；而高压液氨泵有往复式泵、有高速胜达因泵、中速多级荏原泵、中速多级新比隆泵等。从多次与外商的交流中可知，国外八十年代以来所建的大型尿素装置也均采用这样的配置。从中原大化肥厂开始国内大型尿素装置均采用离心泵，这是由于原立式往复高压甲铵原经使用证明存在许多缺点：易损件多，维修工作量大，备件费用高；由于腐蚀和冲击易使缸体开裂；连续运转周期短；润滑油易从填料封进入并污染介质；占地面积大不宜实现露天布置；除变转速外，负荷不易调节等。高压液氮泵在前述的往复砂意泵缺点中不存在腐蚀和冲击易使缸体开裂，并且在中原大化肥采用高171、速胜达因泵因轴封泄漏和回流问题开车不顺利，所以在后来的大型尿素装置中仍有采用往复泵的用户，当然往复泵的技术也在进步。除优点外，离心泵与往复泵相比较也有不足之处：效率低于往复泵；要求入口介质压力有足够的NPSHa；必须要求有各自的最小连续回流管线。本项目建议采用中速多级离心泵，其理由如下：渭化采用中速多级高压离心泵，对甲铵泵采用双向不锈钢，不存在腐蚀问题；对液氨泵，由于采用中速双机封并用水冲洗寿命特别长。对胜达因高速甲销泵，过流部分采用316L不锈钢，而齿轮油箱采用碳钢，当甲铵液射入后会造成油变质和腐蚀，且入口诱导轮易损坏；对高压液氨泵，高转速易使机封干摩擦损坏；胜达因高速泵比中速多级离心泵会要172、求更高的NPSHa：新比隆中速多级泵，在液氨泵上采用干气密封，在甲铵泵上采用一般机封，在国内引进的几套装置中开车阶段不顺利。因此，本项目拟按从国外引进中速多级离心泵方案。3)尿素合成塔尿素合成塔内2950mm，高30m，设备1台。4)汽提塔内23006000mm，高13m，壳体材质C.S，管材为X2CrNiMo25-22-2。设备1台。4.10 合成氨、尿素生产流程示意燃料气二氧化碳原料煤备煤制粉输送气化变换液氨氨合成压缩液氮洗尿素合成造粒脱碳尿素产品氧 气硫回收4.11 空 分4.11.1 工艺技术选择本工程需要空分装置供应氧气作为合成氨生产气化用气化剂，氮气作为合成氨原料气配氮和低温甲醇洗173、液氮洗用氮，并提供整个化肥厂所需公用氮气。空分工艺经过近百年的不断发展，现在已步入大型全低压流程，整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品压缩输送所组成。世界上大型空分制造厂比较著名的有法国空气液化公司(Air Liquide)，德国林德公司(Linde)，美国空气产品和化学品公司(APCI)，其空分流程均成熟可靠。法液空的分子筛是立式双层环形床结构，其余两家是卧式双层扁平床，冷箱内管道、设备一般都用铝合金，而法液空是不锈钢。目前上述公司都与中国的制造厂建立了技术合作关系。法液空在中国建立了合资企业，林德公司也成立了中国工程公司。本空分装置规模大，为了使装置能顺利投产，拟采用技174、术先进可靠的国外或中外合作技术。为了节省投资，采用国内制造或中外合作制造的设备。另外，到目前为止，中国空分设备厂制造、投产的空分设备最大制氧能力为5万Nm3/h。本空分装置考虑选择中国空分制造厂。本空分装置采用先进的液氧泵、液氮泵，采用内压缩流程，该工艺具有运行连续、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，在设置不同产量的情况下本装置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的气化而带出冷箱，防止了碳氢化合物在主冷箱内积聚；同时没有了高速运转的氧压机，提高了装置的安175、全性和可靠性。4.11.2 装置设计规模装置组成与各工序名称(1)本空分装置公称制氧能力为30000Nm3/h，负荷调节范围75105%。生产中压氧气、高压氮气作为气化用气；中压氮气作为合成氨配氮用，低压氮作为净化气提用氮气和全厂公用氮气；液氩作为产品出售；液氮作为备用保安气源。(2)装置组成由空气的过滤和压缩、预冷和纯化系统、空气精馏，氮气压缩、液产品贮罐等工序组成4.11.3 生产方法、流程特点本装置采用蒸汽透平驱动离心式空气压缩机组、全低压分子筛吸附、增压透平膨胀机制冷，氧、氮双内压缩的工艺流程。采用蒸汽透平驱动离心式氮气压缩机组(配氮)，流程先进、技术成熟、运行安全可靠、操作方便、能耗176、低。装置主要技术性能：(1)装置启动时间 36小时(2)装置加温解冻时间 36小时(3)装置运行周期 二年以上(二次大加温时间间隔)4.11.4 原材料、及吸附剂主要技术规格1、原材料技术规格空分装置以大气空气为原料，空气中不含重尘和油，大气质量要求如下：名 称最大含量(ppmv)CO2400CH45C2H40.1C2H60.1C3H80.05C2H20.3C3H60.2C4+1CO1H21NH31NOX(NO+NO2)0.1N2O0.32H2S0.1Cl20.1FClHC1SO2+SO31HCl1NO212、吸附剂技术规格序号名 称规 格(型号、尺寸)控制组分名称标 准备 注1分子筛吸附剂1177、3-APG/35Al2O34.11.5 工艺流程简述1、压缩、预冷和纯化系统从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.63MPa进入空气冷却塔，在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔及机组冷却过的低温水冷却，空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置，以防止工艺空气中游离水份带出。出空气预冷系统的工艺空气进入用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的空气纯化系统，纯化系统中的吸附器由两台容器组成；吸附容器采用立式内绝热轴-径层床结构，当一台运行时，另一台则由来自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热后进行再生。在分子筛吸附器之后抽出一股空气，178、作为工艺空气送到全厂管网。2、分馏塔系统清洁并被返流气体冷却的空气进入下塔后开始进行分离，进入下塔底部的空气穿过塔板并与塔板上的回流液进行热质交换，这样的结果是，在下塔上部得到纯氮气，在塔釜得到富氧液空。下塔顶部绝大部分纯氮进入冷凝蒸发器的冷凝侧，在那里氮气通过反上塔底部的液氮蒸发放出热量，自身得到冷凝并做为下塔回流液。一部分液氮引出经液氮泵加压至合适的压力，大部分被主换热器中的正流空气气化后做为中压氮气送出装置。还有一部分液氮被送往上塔顶部，作上塔顶部的回流液。另从下塔中部抽出一股污液氮，在过冷器中被过冷，并经节流后进入上塔顶部做为上塔的回流液。从下塔的塔釜抽出的富氧液空经过过冷器的过冷，节179、流后送入上塔做为上塔回流液。高纯度液氧从上塔底部抽出经液氧泵加压后送至主换热器，被正流空气汽化，空气被部分冷凝，汽化的氧气做为产品气送出。纯氮气从上塔顶部抽出，首先在过冷器中被纯液氮、污液氮和富氧液空复热，然后进入主换热器中复热后出装置。为了提取氩，从低压精馏塔中部抽出的氩馏分送入粗氩塔，以除去氧气成份。该塔的回流液由粗氩塔冷凝器中的液态富氧空气蒸发而产生，该富氧空气来自中压精馏塔塔底，并在过冷器中过冷。粗氩流进入精氩塔分离除去氮成份，净化后的液氩产品至贮罐，再由液氩泵加压后送出。4.11.6 主要设备的选择(1)空气冷却塔、水冷却塔采用填料塔，压降低、能耗低、传热和传质效果好。操作弹性范围大180、，对水质的适应能力强。与筛板塔相比可大大地缩小塔径、减小占地面积。(2)纯化器采用双层床结构，下层装填活性氧化铝，上层装填分子筛。(3)膨胀机增压透平膨胀机组由主机和供油系统两个撬装块组成。(4)分馏塔1)采用填料塔结构，具有阻力小，空压机排压低，节能。2)主换热器采用了大截面真空钎焊的铝制板翅式换热器。3)采用氧气内压缩，另有部分液氧产品从主冷抽出，可使主冷中的液氧抽出量增加，充分防止碳氢化合物在主冷中积聚，更好地保证空分装置的安全运行。(5)空气压缩机空气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台单轴型多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由蒸汽透平驱动。该压缩机具有等温效率高，可靠性高，转子181、稳定性好，可操作范围宽，制造方便，成本低等优点。(6)氮气压缩机氮气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台单轴型多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由蒸汽透平驱动。 动力消耗动 力 消 耗 量 表序号名 称规 格单位消 耗 量备注小时量年耗量1循环冷却水t=8P=0.4MPa(g)t3800304000002电380Vkwh701.856141003蒸汽5.3MPa(g)、485t119.29536004蒸汽1.0MPa(g)、185t4.0320004.12 制 冷 站4.12.1 概 况本装置是为粗煤气净化-低温甲醇洗装置提供所需冷量而设置的。制冷装置设计的成功与否直接影响到低温甲醇洗装182、置的气体净化度。制冷设计能力按公称30万吨/年氨合成所需冷量进行工程设计。制冷量：正常量20.037106kcal/h最大量22.040106kcal/h装置是利用过热蒸汽(485，5.3MPa)驱动透平压缩机，以氨作为制冷剂的冰机制冷装置。4.12.2 工艺方案的选择 (1) 混合制冷此方案是将蒸发后的气氨经离心式氨压机提压后再去吸收制冷，避免了吸收器在负压下操作，使生产操作更加稳妥可靠，混合制冷采用工艺付产的低压蒸汽作热源，系统中的溶解热及冷凝热由冷却水带出。(2) 吸收制冷纯吸收制冷为采用两级吸收、两级发生的吸收式制冷流程。要消耗大量的低压蒸汽和循环水，根据全厂热动平衡并考虑到该项目所在183、地为特殊的缺水地区，根据汽动平衡并节约用水，该项目不考虑其流程。(3) 离心式压缩制冷离心式制冷机具有制冷能力大、体积小、便于实现多蒸发温度运行的特点，近年来在石油化工、炼油、大型空调工程中得到了推广和应用。对于制冷用的离心式压缩机，一般以中、低压的为多，排出压力均在2.5MPa以下。离心式制冷机与活塞式制冷机相比，具有如下的特点：制冷量大；结构紧凑、重量轻、尺寸小，因而占地面积小；没有气阀、填料、活塞环等往复易损零件，因而工作可靠，操作方便，运转率高，维护费用低；运转平稳、振动小、噪音低；能够经济地调节负荷；可用多种类型的驱动机带动能够经济合理地使用能源；易于实行多级压缩和节流，达到同一台制184、冷机多种蒸发温度的操作运行。经方案比选优化，该项目制冷装置选定离心式压缩制冷。 根据低温甲醇洗用冷需求，本设计采用三台离心式氨压缩制冷机组。压缩机由凝汽式蒸汽透平驱动，凝汽系统采用风冷。4.12.3 生产流程简述来自低温甲醇洗的0.06MPa(g)、-40的气氨进入低温过冷器，被40的液氨加热到30，同时液氨被过冷到9送出本装置，用于-40级制冷。出低温过冷器的低压气氨进入到级吸收器，被稀溶液吸收，吸收了氨的溶液再用氨水泵送到级吸收器。吸收过程产生的热量由循环冷却水带走。来自低温甲醇洗工段的0.31MPa(g)、0的气氨进入高温过冷器，被40的液氨加热至30后进入级吸收器,同时液氨被过冷到25185、送出本装置，去低温甲醇洗用于0级冷量。该气氨在级吸收器中被溶液吸收,然后浓氨水溶液,用泵送往高压部分的溶液热交换器。为了除去渗入吸收器的不凝气，设置水环真空泵抽吸不凝气，然后将不凝气送到排气洗涤器中,用稀氨水溶液将其中的氨洗涤下来,不凝性气体从排气洗涤器顶部排入大气，洗涤后的溶液返回吸收系统。来自级吸收器的溶液首先入溶液热交换器，被高温稀溶液加热到接近饱和状态后送入低压精馏塔的中部进行精馏，塔顶精馏出的60、98纯度的气氨进入再吸收器。精馏热量由降膜式低压解吸器提供，热源采用0.5MPa(g)、158的低压蒸汽，低压精馏塔底部出来的溶液进入降膜式低压解吸器。蒸出的氨气进入低压精馏塔，降膜式低压186、解吸器底部出来的稀溶液经溶液热交换器冷却后送往低压部分做为吸收液。低压精馏塔塔顶来的气氨在再吸收器中被来自溶液热交换器的溶液所吸收,最后成为39、52的溶液、经贮槽缓冲后由泵加压到1.6MPa(g)送往高压精馏塔的塔顶分凝器作为精馏回流液的冷却介质。在塔顶分凝器中，溶液被加热，再进入溶液热交换器，被来自高压解吸器的高温溶液加热到接近饱和，进入高压精馏塔中部。塔顶精馏出的氨气浓度大于99.8，温度55，进入氨冷凝器后被冷却水冷凝为36的液氨。精馏所须热量由高压解吸器提供，热源为0.5MPa(g)、158的低压蒸汽，该解吸器底部出口的氨水溶液经溶液热交换器冷却，送再吸收器作为低压精馏塔塔顶气氨吸收187、液。为了除去聚集于系统内的不凝性气体，高压部分也设有排气洗涤器。洗涤液是氨水泵的出口溶液，不凝性气体被洗去其中的氨后从排气洗涤器的顶部排入大气，洗涤液返回系统。液氨贮槽和冷凝液贮槽的作用是在装置开车时为系统提供氨和冷凝液，并在装置停车时接受从系统中排出的部分液氨和氨水溶液。4.12.4 动力消耗动 力 消 耗 量 表序号名 称规 格单位消耗量备注小时量年耗量1循环冷却水t=8P=0.4MPa(g)t2300184000002电380Vkwh165.113210003蒸汽5.3MPa(g)、485t35.52864004.13 自控技术方案4.13.1 设计依据、采用的标准规范1、石油化工装置可188、行性设计内容规定STE05-203-97。2、化工过程检测、控制系统设计符号统一规定HGJ7-87。3、化工自控设计技术规定CD50A3-81，第一、第二分册CDSOA422-84。4、化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定HGJ21-89。5、分散控制系统工程设计规定HG/T20573-95。4.13.2 设计范围本项目的内容包括：气化、净化、氨合成、尿素、锅炉电站、空分、空压站及全厂的公用工程等装置的过程控制部分。4.13.3 自动化水平根据工艺生产过程的需要，在控制上采用了集中和就地相结合的方案。即重要的工艺参数集中在控制室进行指示、报警、控制和操作，非重要的工艺参数于就地指示。主要189、控制室采用集散控制系统进行临近，辅助控制室以电动仪表为主。本工程新建气化、净化、氨合成、尿素装置，由于工艺过程要求高，在高温、高压、易燃、易爆的恶劣环境下操作，为保证操作可靠、安全降低能源之目的，必须采用先进可靠的控制手段和高效的管理设备。为此，工艺生产装置在总控室进行监控，总控制内设置一套集散控制系统(DCS)和一套可编程控制器(ESD)，以实现集中控制，绝大部分的操作均通过DCS完成。气化装置的安全联锁系统以及顺控系统主要采用PLC完成，通过ESD与DCS间的通讯接口，将ESD的所有控制内容状态，全部显示在DCS的CRT上，以使操作人员全面掌握及控制全厂的生产状态。所有工艺参数的显示、打印190、趋势记录以及信号越限报警均由DCS来完成。DCS留有与上位机的通讯接口，以便将来与总厂调度通讯，使厂方的管理人员时时刻刻掌握整个工厂的生产运行状况。本工程新建的原料、尿素储运、脱盐水站、污水处理场、循环水站等工段以现场操作为主，各工段内设置操作室，就地集中的仪表以采用数字显示仪表为主，必要的工艺参数送至控制室的DCS内，以便操作人员了解各装置的工作状况。整个装置设三个中控室。第一控制室(总控制室)包括：气化、净化及氨合成、尿素装置、供水等辅助及公用工程装置。总控制室为一独立建筑物。总控制室的总面积为3016m左右。其中包括一个控制室、一个机柜室、一个供配电室、2个DCS维修间、一个空调间、一191、个软件工作间和辅助走廊。控制室和机柜间采用铝合金骨架镶嵌玻璃隔断(带门)，地板采用抗静电铝合金活动地板，顶棚采用铝合金骨架吊顶。净高为3.03.2米。采光用电照明，照度大于300勒克斯，并考虑了事故照明。控制室、机柜间设有空调系统，以保证其要求的温度、湿度。第二控制室(热电控制室)包括；锅炉及发电装置，面积为1015m2。第三控制室：因空分为成套供货的独立的生产装置，所以空分装置单独设置一套DCS系统。4.13.4 信号及联锁气化装置为干煤粉加压气化工艺技术，气化炉是处在高温、高压的工况条件下，高压氧气、高压蒸汽与高压氮气输送到气化炉中的煤粉产生剧烈的部分氧化反应，产生的高温、粗煤气，通过喷入192、激冷水平达冷却效果，反应后的煤渣通过水冷却后，按照一定的时序，先后次序，通过锁斗排入到渣池中。因为它们工艺技术过程要求复杂，控制精度高，且物料复杂，因此信号反馈、报警及安全联锁，对气化装置的安全生产具有重大的意义。气化装置的时序控制，安全联锁是通过可编程序控制器(PLC)来完成的，并且该PLC与DCS之间实现通讯，在DCS的CRT上全部将工艺数据、运行参数、报警及阀门的状态显示出来，操作人员可以根据CRT上显示内容，进行安全可靠的操作。4.13.5 环境特征本工程的许多装置内，有CO、H2成份，这两种气体为爆炸性气体，相应的建筑物处在甲、乙类火灾危险场所中，属于火灾场所，因此应根据不同的防爆区193、域，选用不同防爆等级的仪表，以防爆炸、火灾现象出现。4.13.6 仪表选型1、集散控制系统第一控制系统配置：设置11个操作站，4台打印机及一套完整的机柜。第二控制室：设置6个操作站，2台打印机及一套完整的机柜。每个控制室的操作站带独立的电子单元，并设1个先进控制操作站。控制室内采用集散控制系统其供货厂家的确定将采取招标的方式，采用国际上著名厂商的产品。集散控制系统的主要功能如下：控制功能DCS控制器具下述功能接受来自现场的信号提供到现场的信号完成常规的PID调节进行简单计算如：加减乘除、高低限选择等。生成报警顺序控制某些先进的控制如：前馈、超前、滞后、非线性控制等。显示功能DCS操作站具有下述194、显示功能动态模拟流程图显示总貌画面显示组画面显示报警主画面显示报警显示趋势画面显示报表打印功能可生成：班报表、日报表、月报表。DCS应设置上位机网络接口控制回路和重要检测点的I/O卡冗余控制器、电源系统及通讯总线冗余卡点数的备用量为I/O设计数量的10%卡槽位备用空间为10%系统设置所需的机柜和接线端子柜2、温度仪表集中检测采用铂热电阻或热电偶。t300选用铂热电阻Pt100。t300选用热电偶K、S。保护套管主要采用1Cr18Ni9Ti。防爆区域内的仪表，选用相应等级的防爆仪表。就地显示主要采用万向型双金属温度计，保护套主要采用1Cr18Ni9Ti。3、压力仪表集中检测采用智能型3051压力195、变送器或差压变送器。有的地方选用远传压力变送器，测量膜片主要采用不锈钢、钽、蒙乃尔合金。就地显示仪表采用一般压力表、不锈钢压力表。对于有腐蚀、易堵的地方，采用隔膜式压力表。4、流量仪表集中检测的流量采用标准孔板配3051差压变送器。有腐蚀的地方或黑水、水煤浆等介质，将采用电磁流量计。主要材质选用不锈钢或PTEE。5、物位仪表集中测量连续显示的物位，选用3051差压变送器；易堵或腐蚀性强的地方，采用法兰式或远传液位变送器；非连续测量的物位，采用电极电容料位计。特殊情况下，采用超声波料位计。6、分析及安全检测仪表对于甲烷和CO的单组份分析，采用红外线分析器；对于多组份多流器的分析，采用气相色谱仪及196、质谱仪。对于介质的PH测量，选用带清洗的流通式PH计；对于可能对人身安全产生危害的环境中的CO分析，选用有毒气体检测报警仪进行检测，以确保人身及生产安全。空分装置分析仪包括CO2含量分析仪、O2纯度分析仪、N2纯度分析仪、WH2纯度分析仪、水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。分析器输出信号一般应为线性420mADC可直接连接至DCS或记录仪上。7、执行机构大部分调节阀采用笼式调节阀，执行机构均为气动，并配以电气-气阀门定位器。特殊调节阀、开关阀采用国外先进产品。在气化工段内，由于黑水循环出现堵塞问题，因此，应根据不同的场合，不同的介质，选用不同的测量仪表。8、 报 警报警接点为常开式，即在报警发197、生时，接点闪合。9、 联 锁联锁系统的检测元件应单独设置。10、 仪表用压缩空气新建装置的仪表压缩空气由空压站供给，总耗气量20000Nm3/h，备用时间15分钟。引至界区压力：0.6MPa(表)露点：操作压力下的露点应比最低环境温度低1015。含尘量：1mg/m3，含尘颗料直径小于3m。含油：油份含量控制在8ppm以下。11、 仪表用电仪表用电：由电气专业提供二路独立电源分别送至总控室和空分控制室。仪表总用电量：50kVA电压：380V10%频率：50HZ1Hz仪表供电负荷为保安负荷，采用不间断供电装置(UPS)配置的无停电电源供电系统，维持时间为30分钟，电源切换时间小于5毫秒。12、仪 198、修本次设计考虑设置仪修车间，按小型仪修配置。4.14 主要设备一览表磨煤及干燥主要设备一览表序号名 称规 格 及 型 号单位数量材料备注1磨 煤 机磨盘工作直径：2450mm台3生产能力:75t/h 磨盘转速:23.2r/min附：主电动机功率：720kw2燃烧空气鼓风机流量：12000m3/h台3附：电机功率：21KW3循环风机流量：256000m3/h台3附：电机功率：530KW4密封空气风机流量：5650m3/h台3附：电机功率：75KW5稀释空气风机流量：8000m3/h台3附：电机功率：30KW6煤仓排风过滤器处理风量：4000m3/h台37旋转分离器附：电机功率：7.5kw台38煤199、粉袋式过滤器处理风量：256000m3/h台3C.S/Rytod过滤面积：4800m29称重给煤机给煤能力：080t/h台3电机功率：3KW10螺旋给料机能力：75t/h 螺旋直径：600台2电机功率：7.5KW11袋滤器排料螺旋输送机能力：75t/h 螺旋直径：600台2电机功率：7.5KW12排料螺旋输送机能力：75t/h 螺旋直径：600台2电机功率：7.5KW13煤粉螺旋输送机能力：75t/h 螺旋直径：600台2电机功率：7.5KW14单轨电动小车台315单轨电动葫芦台3气化工序主要设备一览表序号名 称规 格 及 型 号数量材料备注1气 化 炉2900ID5250m1A.SC.S2耐200、 火 砖1套3破 渣 机旋转式F=5.5t/h1A.S4渣 阀DN3503S.S5洗 涤 塔26009900，270，P=6.9MPa1C.S6激冷水泵离心式F=260m3/h，P=7.5MPa，N=160KW27灰水循环 泵离心式F=200m3/h，P=0.5MPa，N=55KW28洗涤塔给料泵离心式F=200m3/h，P=7.5MPa，N=320KW2变换工序主要设备一览表序号名 称规格及型号数量材料备注1第一中温变换炉350070001台15CrMo+SS催化剂量：42m32第二中温变换炉420094001台15CrMo+SS催化剂量：42m33低温变换炉380094001台16MnR+201、SS催化剂量：36m34中温换热器200020001台SSF=495m25中变废热锅炉2000/2600120001台SS/CSF=1625m26锅炉给水加热器100060001台CS/CSF=194m27低变废热锅炉2000/2800114001台SS/CSF=1192m28脱盐水加热器1400129701台CS/CSF=1094m29变换气水冷却器1400129701台CS/CSF=1094m210洗涤水水冷却器5001台CS/CSF=68m211塔顶冷凝器12001台CS/CSF=233m212氮气冷却器12001台CS/CSF=317m213水煤气分离器340079501台CS/CSF202、=46.7m214第一水分离器300044001台SS15第二水分离器280059001台SSVN=18.5m316氮气水分离器40025001台SSVN=18.5m317淬冷器340060001台SS18冷凝液槽240060001台SS19脱氧槽3200110001台CSVN=80m320排污膨胀槽100020001台CS21二硫化碳贮槽120036001台CSVN=40m322药液贮槽90012001台CS23氮气电加热炉140043001台组合件功率：2500KW1台24中压锅炉给水泵Q=130m3/h，H=210m1台组合件附电机N=160kW1台25低压锅炉给水泵Q=70m3/h，H203、=80m1台组合件附电机N=30kW1台26冷凝液加压泵Q=60m3/h，H=100m1台组合件附电机N=30kW1台27冷凝液加压泵Q=60m3/h，H=50m1台组合件附电机N=30kW1台28加药泵Q=3.2L/h，H=500m1台N=3.75kW1台29冷凝液气提塔1600120001台SS30水洗塔3200120001台SS31氮气循环风机Q=20000Nm3/h1台N=250kW甲醇洗、液氮洗工序主要设备一览表序号名 称规 格 及 型 号数量材料备注1甲醇洗涤塔浮阀塔2050/260063000,t=-70/50,P=5.8MPa1LT.AS2CO2气提塔浮阀塔2050/50000204、63000,t=-70/50,P=0.4MPa1LT.AS3H2S浓缩塔浮阀塔3100/4900063000,t=-70/50,P=0.3MPa1LT.AS4甲醇/水分离塔筛板塔1000/2800063000,t=170,P=0.4MPa1C.S5甲醇再生塔浮阀塔2100/27500,t=120/170,P=0.4MPa1C.S6原料气冷却塔缠绕式F=1750m21LT.AS7循环甲醇冷却塔缠绕式F=1550m21LT.AS8贫甲醇冷却器1#缠绕式F=1250m21LT.AS9贫甲醇冷却器2#缠绕式F=2520m21LT.AS10贫甲醇再冷器缠绕式F=500m21LT.AS11贫甲醇泵离心式F205、=290m2/h2+1C.S12循环气压缩机往复式F=3200Nm3/h，P=6.0MPa1C.S13氮洗塔110027500,t=50,P=5.8MPa1A.L14分子筛17006600,t=50/250,P=5.8MPa2LT.AS压缩、合成工序主要设备一览表序号名 称规格及型号数量材料备注1合成气压缩机离心式蒸汽透平驱动N=8200KW，t=30/55，P=5.0/14.5MPa1C.S国产2氨压缩机离心式蒸汽透平驱动N=7100KW，t=-40/140，P=1.8MPa1C.S国产3氨合成塔Tope-200型2330ID21000径向合成塔1国产4中压蒸汽发生器F=385m2, t=4206、60，P=15/5.0MPa1C.S国产5中压蒸汽过热器F=160m2, t=478，P=15/5.0MPa1C.S国产6热交换器F=1680m2, t=310，P=15/5.0MPa1C.S国产7氨冷器F=1100m2, t=70/-175，P=0.6/2.45MPa2C.S国产8液氨贮罐V=10000m32台16MnR9贮罐气分离器立式内500 H=10001CS10氨贮液器立式内800 H=20001台V=1.0m311油水分离器2台CS12氨冷凝器卧式列管式，F=24m21台16MnR13液氨泵Q=43m3/h H=418mH2O1台配电机功率：75kW14氨压缩机入口压力：常压2台出207、口压力：1.6MPa(G)标准工况制冷量：75kW配电机功率90kW15事故氨水槽V=3.14m32台1000 H=400016事故氨水泵Q=15m3/h H=198mH2O2台n=2950rpm配电机：30kw17液氨输送泵Q=55t/h，H=300m2台18高位吸氨器吸氨能力：200kg/h1台硫回收工序主要设备一览表序号名 称规格及型号数量材料备注1酸性气燃烧炉操作压力：0.08MPa(G)1台碳钢操作温度：1000不锈钢耐火材料2加氢气加热炉操作压力：0.1MPa(G)1台不锈钢操作温度：300碳钢耐火材料3克劳斯反应器操作压力：0.07MPa(G)1台碳钢操作温度：350不锈钢4加氢208、反应器操作压力：0.058MPa(G)1台碳钢操作温度：320不锈钢耐热层5急冷塔不锈钢丝网除沫器1台不锈钢操作温度：16036碳钢操作压力：0.035MPa(G)瓷拉西环6废热锅炉1台碳钢不锈钢7一级冷凝器1台碳钢8二级冷凝器1台碳钢不锈钢9三级冷凝器换热面积：307m21台碳钢10蒸汽发生器换热面积：290m21台碳钢11急冷水冷却器结构型式：波纹管式换热器1台碳钢12酸性气分水罐外形尺寸：800 H=30001台碳钢13燃料气缓冲罐外形尺寸：800 H=38811台碳钢14酸性水池外形尺寸：2000 H=20001台钢筋混凝土15液硫封外形尺寸：800/1000 H=52862台碳钢夹套209、保温16尾气分液罐外形尺寸：800/1000 H=52461台碳钢蒸汽盘管；夹套保温17排污膨胀器外形尺寸：1000 H=33331台碳钢容积：VN=1.8m318液硫贮槽外形尺寸：1400/1800L=73042台碳钢夹套保温19循环水槽外形尺寸：3000 H=20001台钢筋混凝土20急冷塔分水器外形尺寸：800 H=43811台不锈钢21加氢气分水器外形尺寸：800 H=43811台不锈钢22燃烧炉空气离心鼓风机2台铸铁鼓风机电机：380V 55KW出口风压：0.08MPa(G)23加氢气压缩机往复式压缩机2台流量：20Nm3/min电机：380V 110kW24酸性水泵流量：5m3/h210、1台电机：380V 4.0kW25液硫泵流量：5m3/h1台电机：380V 4.0kW26循环水升压泵流量：40m3/h1台电机：380V 22kW27急冷水泵流量：15m3/h2台电机：380V 11kW28高温掺合阀1个29高温掺合阀1个30酸性气燃烧炉烧嘴1个31气抽子2台喷嘴：316L吸入压力：常压壳体：碳钢32硫磺成型造粒机生产能力：500kg/hr1台钢带电机：380V 2.2kw布料器电机：380V 1.1kw上架风扇电机：380V 20.12kw尿 素 装 置 静 设 备 一 览 表序号名 称数量设计压力(MPa)设计温度()规格型式材 料备 注1吸收塔(4BAR)13MPa，211、160650/105806000SS2精 馏 塔10.6MPa，15015507500SS3低压吸收塔10.6MPa，15011002800SS4第一解吸塔10.6MPa，190155012000SS5第二解吸塔10.6MPa，170155013000SS6水 解 塔12.4MPa，230225025000SS7CO2换热器13/3MPa 250/225135m2，卧式BJM6853660(管长)CS/CS8气 提 塔13166MPa,225/2251461m2，立式降膜23006000(管长)CS/NO83109高压甲铵冷凝器10.9/16MPa,180/1902436m2，立式管壳式210212、011300CS/CS10高压洗涤塔11.35/16MPa,175/19066.5m2，特殊，立式26001600(管长)壳程CS+SS衬程，管程SS11高压洗涤器循环水冷却器11.4/0.6MPa,190/60116m2，卧式BJM735，634-19.052.13050CS/CS12低压吸收器进料冷却器11.3/0.6MPa,130/60114m2，卧式BEM，635SS/SS13循环加热器10.9/0.6MPa,180/165498m2，立式，-EM，1050CS/SS14低压甲铵冷凝器10.6/0.6MPa,165/100615m2，立式BEU，1525SS/SS15循环水冷却器10.213、5/0.6MPa,120/100804m2，卧式BJM，1325CS/CS16一段真空器发器10.9MPa,180/165558m2，立式，1250CS/SS17二段真空蒸发器11.2MPa,190/19063.5m2，立式-EM1040CS+SS/SS18废水冷却器10.6/0.6MPa,190/6098m2，卧式BEM，510CS/CS19解吸塔预热器10.6/0.6MPa,190/19082m2，卧式BFM，510SS/SS20水解塔预热器32.6/2.8MPa,230/230350m2，卧式BFM，685SS/SS21回流冷凝器10.6/0.6MPa,165/6082m2，立式BEU，214、1300SS/SS22蒸汽冷凝器10.6/0.6MPa,190/19082m2，卧式BFM，510SS/SS23造 粒 塔180(max)210065000混凝土土建项目24造粒喷头1Y260带两个造粒喷头90t/h，150300rpm25高压喷射器1吸入压力14.15MPa排出压力14.86MPaCS26H2转换器13MPa，250150，立式，触媒CS+衬SS27合成塔116MPa，190295030000，筛板11层衬层5mm28CO2压缩机吸和缓冲罐129精制塔分离器130闪蒸罐1F.V，15030004000，立式SS31一段蒸发分离器1F.V，16550004400，立式SS32二215、段蒸发分离器1F.V，165450039000，立式SS33低压甲铵冷凝器液位槽10.6MPa，16522002500，立式SS34尿液槽1常压+150/50mmLC350m2，立式，76255600SS35缓冲罐1常压，1106001000CS36氨水贮槽1常压，100500m2，立式，7625010850SS37回流冷凝器液位槽10.6MPa，16015501800，立式SS38蒸汽凝液槽1常压，10084m2，45755150CS39锅炉给水收集罐10.9MPa，18021002500，立式CS40低压蒸汽包20.9MPa，18033005000，立式CS41低压蒸汽饱和器13MPa，2216、3525004350，卧式CS42密封罐1常压，1005001000，立式CS43中压蒸汽饱和器11.2MPa，19018002200，卧式CS尿素装置主要转动设备一览表序号名称类型流量/扬程(m3/h/m)轴功率(KW)材料数量(台)备注1CO2压缩机C正常：29342.6Nm3/h额定：31104.4 Nm3/h8100CS.SS12高压NH3泵C77/2732375C.S23溢出、排放液槽泵C4/131S.S14高压洗涤塔循环水泵C354/2140C.S25高压甲铵泵C42/1165182S.S26尿液泵C106/3125S.S27低压甲铵冷凝器循环泵C1146/1699C.S28熔融尿217、素泵C73/10043.5S.S29解吸塔给料泵C70/7034S.S210(4bar)吸收塔给料泵C56/10240S.S211工艺冷凝液泵C3/932C.S212水解塔给料泵C69/230116S.S213回流泵C16/375S.S214回流冷凝器循环泵C722/1033C.S215去界区外净化冷凝液泵C55/2610C.S216蒸汽冷凝液泵C54/10538C.S217高压冲洗水泵R8/163543.5C.S,13%Cr1事故电源18注入泵R0.12/16351C.S,13%Cr2事故电源19锅炉给水泵C54/5519C.S2事故电源20工艺冷凝液泵C3/932C.S221钝化空气风机待218、定C.S122造粒塔风机CC.S1空分装置主要设备一览表序号名 称规 格 及 型 号数 量材 料备 注1空压机/增压机多级离心机，功率28571kW，蒸汽透平驱动，两机同轴，由一台透平驱动1C.S2氮 压 机多级离心式，功率5513kw，蒸汽透平驱动，氮气29000Nm3/h，压力5.9MPa1C.S3空 冷 塔附冷冻水泵和冷却水泵1套C.S4纯化系统分子筛干燥器，吸附剂：UOP1套C.S5透平膨胀机组附制动电机回收电能700kW2C.S6分 馏 塔包括分馏冷箱，板翅式换热器产氧40000Nm3/h，压力7.8MPa，中压氮11500Nm3/h，压力0.7MPa1C.S7液 氧 泵离心式 功率219、200kW2S.S国产8液 氮 泵离心式 功率5kW2C.S国产9制氩系统冷箱：氩塔，换热器产液氩1000Nm3/h，压力0.105MPa1套S.S10液 氩 泵离心式 功率25kW2S.S4.15 引 进设备表主要引进设备表序号引 进 设 备 名 称拟引进国别1GSP气化炉德国2高压液氨泵日本3高压甲铵泵日本4低温材料、阀门待定5CO2汽提塔待定4.16 铁路运输超限设备表合成氨装置铁路运输超限设备表序号名 称数量规 格备 注1气 化 炉12900ID5250m2第一中温变换炉1350070003第二中温变换炉1420094004低温变换炉1380094005甲醇洗涤塔12050/26006220、30006CO2气提塔12050500007H2S浓缩塔13100490008甲醇/水分离器11000280009甲醇再生塔121002750010贫甲醇冷却器2#1F=2520m2绕管式11原料气冷却器1F=1750m2绕管式12氨合成塔123302100013中压生气发生器123302100114热交换器123302100215氨 冷 器2233021003尿素装置铁路运输超限设备表序号名 称数量规 格备注1水 解 塔32250250002汽 提 塔123006000(管长)3高压甲铵冷凝器1210011300(管长)4二段蒸发分离器1450039005尿 液 槽1765256006氨水贮221、槽17652108507蒸汽凝液槽1457551508低压蒸汽包1330050009尿素合成塔129503000010一段蒸发分离器150004400甲醇洗涤塔、CO2汽提塔、H2S浓缩塔等，塔的高度较高，金属吨位也比较大，为方便运输和安装，设计中将设备按结构的合理性分段。需整体热处理且运输必须分段的塔在安装现场组装后应按压力容器安全技术监察规程对焊缝进行热处理。依据中国境内铁路运输载货限定条件超限货物的直径或宽度3900，长度27000、重量120吨，这个限定以外的超限设备将是铁路特殊运输车型也解决不了的，应考虑距施工安装现场较近且公路运输无涵洞、无山路急弯的压力容器制造厂加工。5 第五章 222、原材料及动力的供应5.1 原材料、燃料、动力和辅助材料及化学品需用量 原材料、燃料、动力需用量及来源序号名 称单 位小时消耗年总耗来 源备 注一原 材 料1原 料 煤吨67.37538946当地煤矿二燃料及动力1新 鲜 水吨483.0386.4104开发区供给2电力kwh74.0610836.98104当地变电站3燃 料 煤吨58.41467240当地煤矿 化学品、催化剂和辅助材料消耗供应化学品催化剂填充剂一览表序号名 称一次装填量年消耗量备 注1液氨洗吸附器用分子筛干燥剂10m35 m32氧化铝需火球填料20m32 m33硫回收入用催化剂12m36 m34变换用催化剂 QCS-01-0496223、m348 m35氨全成催化剂 A110/A21049m36 m3 以上辅助材料及各种催化剂全部由国内供应，均有大型装置使用经验。辅 助 材 料 供 应 表序号名 称单 位小时用量年 用 量来 源1甲醇(99.6%)吨0.027218外 购2助熔剂 CaCO395%吨0.86120外 购3包装袋 (40kg/袋)万个1305.2外 购5.2 原料供应的可靠性5.2.1 原料煤供应本工程是煤制合成氨项目，主要原料是褐煤，年消耗原料煤538946吨。新巴尔虎左旗三角地煤田资源总储量2.6亿t，褐煤通过建设化工生产装置实现就地消化，可为项目生产提供稳定、可靠的原料供应。XX市人民政府及扎兰屯市人民政府224、已对内蒙古XX科技股份有限公司煤化工项目配备煤资源的请示进行了批发。两级市政府同意将新巴尔虎左旗三角地煤田的3553万吨煤炭资源配备给内蒙古XX科技股份有限公司煤化工项目。新巴尔虎左旗三角地煤田可采煤层主要特征如下： 1、ZK24-16孔：见2可采煤:2号煤层:埋深39.18-53.21m,煤层结构1.35(0.98)7.17(0.63)2.47(1.47)0.96,采用厚度11.95m。灰分产率7.05-23.67%，平均15.21%；水分13.47-19.50%，平均16.61%;挥发分48.00-50.18%;平均48.92%；低位发热量19.73-24.96MJ/kg,平均22.37M225、J/kg(相当5343大卡/kg)；硫分0.46-1.87%，平均0.89%。6号煤层:埋深80.46-85.21m,煤层结构1.16(0.38)1.43(1.14)0.46,采用厚度2.59m。灰分产率17.46-27.97%，平均22.17%；水分17.76-20.27%，平均18.86%；挥发分45.27-45.65%，平均45.46%；低位发热量。平均21.01MJ/kg(相当5018大卡/kg)；硫分0.70-1.39%,平均1.00%。2、ZK0-0孔：见2层可采煤: 1号煤层：埋深4.00-7.60m，采用厚度3.60m。灰分28.20%，水分7.36%，挥发分48.65%，低位226、发热量18.65MJ/kg(相当4454大卡/kg),硫分0.91%。2号煤层： 煤层埋深12.60-23.75m,煤层结构1.50(0.40)9.25,采用厚度10.75m。灰分12.25-39.25%,平均20.76%；水分7.96-15.08%,平均11.15%；挥发分46.11-51.69%，平均48.31%；低位发热量15.44-23.53MJ/kg,平均20.88MJ/kg(相当4987大卡/kg)；硫分0.88-1.06%,平均0.97%。 3、勘查区内可采煤层煤质综合评价： 煤层埋4.00-85.21m，单层采用厚度(储量估算厚度)2.59-11.95m,煤层结构一般比较复杂，227、夹矸2-4层。 ZK24-16孔可采煤累计厚度(采用厚度累计)14.45m,ZK0-0孔采用厚度累计14.35m。 勘查区内2个孔可采煤层灰分7.05-39.25%,平均19.58%；水分7.36-20.27%，平均13.67%；挥发分45.27-51.69%，平均48.50%；低位发热量，平均21.29MJ/kg(相当于5086大卡/kg)；全硫0.46-1.87%，平均0.94%。 元素分析：Cdaf平均74.13%,Hdaf5.06%,Ndaf 1.74%，(O+s)19.07%； 有害元素：Cld 0.050%,Pd 0.025%，Asad25.57g/g； 腐植酸：含量3.66-22228、.86%,平均15.61%； 苯萃取物：0.10-0.83%,平均0.40%。 该区为中灰、高热值、中硫、褐煤；有害元素属特低氯、低磷、四级含砷煤；工艺性能中属低苯萃取物、低腐植酸煤。 透光率之间，视密度(体重)3平均1.38t/m3。 三角地煤为黑-褐黑色，暗淡光泽，条带状结构，层状构造、块状构造。煤岩成分以暗煤为主，约占60%,其次为亮煤，丝炭较少。煤的变质程度较低，属褐煤1号。注：此数据根据2007年三角地煤炭资源预查测试数据并进行归纳整理；煤层结构中带小括号的为夹矸厚度，单位为m；低位发热量单位为百万焦耳/千克；采用厚度为可利用煤厚度。5.2.2 原料煤元素分析新巴尔虎左旗三角地煤质测229、试结果汇总表测 试 项 目测 试 结 果分类测试项目及计量单位测试点数变化范围平 均 值工业分折Mad (%)487.3620.2713.67Aa (%)467.0539.2519.58Vadf (%)4845.2751.6948.50发热量Qgr.d (MJ/Kg)4816.1325.9821.58(5154大卡/千克)Qnet.d (MJ/Kg)4815.4424.9620.74(4953大卡/千克)全硫St,d (%)490.071.500.95元素分折Cdaf (%)4976.0072.5474.13Hdaf (%)485.414.915.06Ndaf (%)482.081.391.7230、4(O+S)daf (%)4920.7017.0719.07有害元素CId (%)490.0770.0160.050Pd (%)490.0950.0050.025Asad (10-4)490.680.100.25苯萃取物EB (%)490.10.830.40腐植酸AHad (%)493.6622.8615.61焦渣型号4812视密度ARD (t/m3)481.271.671.38注：煤种为褐煤。微量元素、低温干馏、灰熔融性、煤灰成分、燃点、热稳定性及可选性试验待分析测试。5.3 供 水本项目一次水用量为483m3/h(其中生活用水6m3/h)，由XXXX工业开发区内供水管网供水，供水量可以满足231、本工程生产用水要求。项目建设地位于内蒙古东部地区扎兰屯市，是内蒙古地区水资源较充足的地区。项目供水水源地状况：厂区西侧800米处是雅鲁河，可供水量为36000立方米/小时；杨旗山水库距厂区18公里，每天可供水10万立方米。5.4 供 电扎兰屯市的电网经过多年的建设，现在已经形成以220千伏线路为主轴，110千伏线路为主干线，35千伏线路为骨架，10千伏线路纵横延伸的供电网络，大电网并网的覆盖全旗的电力网络。境内拥有220千伏变电站1座、110千伏变电站1座、35千伏变电站9座。园区所在地区域变电站为110kV变电站，110千伏变电站距离园区4公里，最大供电能力10万kW 。 项目供电由扎兰屯市232、XXXX工业开发区统一提供，并保证该项目用电需求。5.5 燃料供应本项目锅炉房年消耗燃料煤约467240吨，主要采用当地煤田的劣质褐煤，供应有保障。6 第六章 建设厂条件和厂址方案6.1 建厂条件 厂址的地理位置本项目拟选址在内蒙古XXXX工业开发区内，位于扎兰屯市境内。扎兰屯市位于内蒙古东部区，北纬：4800，东径：12244，海拔高度306.5m。扎兰屯市属于干旱大陆性季风气候区，气候差异较大。 地形、地貌、地震情况扎兰屯市地处雅鲁河东岸，地貌属鲁河一级阶地，相对高差小，地势平坦。 工程地质与水文地质条件厂址区域内无岩浆活动，构造变动微弱，岩层近于水平，地形切割不明显，现代风积沙覆盖广泛。233、岩性以紫红色、红褐色、灰绿色和土黄色细沙粒岩为主，层状构造。拟用土地内地势平坦，无滑坡、崩塌、塌陷、潜蚀、冲构、地裂等不良地质现象。水资源地质类型主要为潜水和承压水两类，承压水的储量尤为丰富。1、工程地质：地层分为6层。 杂填土：以生活垃圾、粘土组成，0.6-1.4米，位于地表层。 粘土及砂砾石粘土，厚0.36-0.9米，埋深于0.6-l.76米之间,为不良持力层。 砂砾石土：呈巨厚层状，连续分布，为建筑物良好持力层。 含粘土砂砾石土层：由砾石、砂、粘土组成，呈层状，连续分布厚0.5-0.9m，埋深于5-5.7米之间。 粗砂层：由粗砂组成，呈透镜体状。 粘土砂砾石土层，主要由砾石、泥砾、砂、粘234、 土组成，基底式胶结，该岩土至巨厚层状，连续分布，为良好持力层。 2、扎兰屯市为地震区，抗震设防烈度为7度。 (3)地下水埋深19米以下，本地区地下水动态变化较大，季节性强，SO42- 含量250mg/l，浸蚀性CO215mg/l，HCO3-10mg/l，故地下水对混凝土基础无腐蚀作用。 气候条件 极值最高温度 38.5 极值最低温度 -34.7 年平均气压 9763mbar 年平均降水量 449.1mm 年平均蒸发量 1407.1mm 年平均相对湿度 58 最大冻土深度 2.42m 最大积雪厚度 2l cm 最大风速 20.7m/s 交通运输条件厂区位于扎兰屯市市郊最南端，总占地面积约60万235、平方米；东至滨州铁路50米，南至111国道60米，厂区公路与城市道路相通，交通运输较为方便。6.2 厂址选择方案根据以上厂址条件分析，当地方政府已为内蒙古XX科技股份有限公司新建项目划拨了建设用地，拟建于XXXX工业开发区内，具有较便利的交通运输条件，水源条件和电力条件，基本符合30万吨/年合成氨、50万吨/年尿素项目建设的需要；并且由于厂址距市区较远，周围人口密度小，不会对环境造成不良影响，符合化工生产行业的建厂要求。因此，该拟建项目选择在该厂址是可行的。7 第七章 公用工程、土建和辅助设施方案7.1 总图运输 总平面布置1)布置原则(1)遵循总图专业布置原则，执行国家颁布的有关规范、规定和236、标准要求。 (2)充分利用化工园区现有土地资源，因地制宜，紧凑布置，节约用地，减少拆迁量。 (3)力求工艺流程顺畅，管线短捷，使各规划装置区有机结合，方便生产管理。 (4)确保界区外道路及公用工程管线引入顺畅、便捷。 (5)总图布置充分考虑规划厂址的风向因素。 (6)新建装置尽可能采用联合、露天布置。 (7)厂区道路和场地的布置充分考虑装置的施工 、设备安装、检修及消防通道。 .2 总平面布置方案本项目为工业园区其中的一个项目。根据项目组成和各装置的性质及使用要求，总平面布置划分为以下功能分区：(1)原料和燃料煤储运区：包括卸煤设施、运煤栈桥、转运站、储煤库及相应的变、配电等。 (2)锅炉区：237、包括生产锅炉房、脱盐水站、空压机房及除尘设施等。 (3)生产装置区：包括气化、变换、低温甲醇洗、液氮洗、氨合成、空分(含仪表空压站)、硫回收、冰机、CO2压缩、尿素装置、中央控制室及相应的变、配电等。 (4)成品及储运包装区：包括成品仓库、成品包装等。 (5)辅助生产设施区：包括给水站、循环水、污水站、消防站。 (6)仓储区：包括全厂维修中心(仪电修及机修)、综合仓库、备品备件及化学品仓库等。 (7)厂前区：包括综合办公楼、职工倒班宿舍、职工食堂及浴室、消防队、中央化验室及相应的变、配电等。 根据总平面布置原则，厂区布置见总平面布置图。厂区有三个出入口，其中厂区北侧设一个主出入口，在厂区西面设238、一货运口，另外在厂区西南角设有一铁路货运出入口，方便原料的运入，避免人流与货流交叉干扰，方便管理。30万吨/年合成氨、52万吨/年尿素装置，占地60公顷。相关布置见总平面布置图7.1.1.3主要技术经济指标表序号项 目单 位指 标备 注1厂区占地面积ha602建构筑物占地面积m2399473道路、硬化占地面积m2900004建筑系数%29.65绿化系数%156利用系数%66.547.1.2 竖向布置1)竖向布置原则(1)根据场地现有地形，选择适当的布置方式，以减少土石方工程量。 (2)合理确定场地标高，排水方式和坡度，确保场地不受洪水和区域性积水的威胁。(3)与厂外铁路、公路的连接顺畅。(4)239、能顺利的排除场地雨水。2)竖向布置厂区用地地势起伏不大，约产土方量66250m3，厂区内就地平衡，没有外运。建筑物尽量依地形而设，采用平坡式布置方式。场地雨水排放的设计坡向与自然地形的排水方向一致。竖向设计采用场地自然排水与道路有组织排水相结合的方式，将地表水排出厂外。工厂运输及道路企业的生产运输以火车及汽车运输为主，本项目年总运输量为1704749t/a，其中运入1015733t/a，运出689016t/a。年 主 要 物 料 运 输 量 表序号货 物 名 称单 位 t/a货 物形 态包装方式来 源备 注运 输 量运输方式一运 入1原 料 煤538946火 车固散本地火车2燃 料 煤4672240、40火 车固散本地火车3各种分子筛及催化剂104汽车、火车固、液袋、桶外购4甲醇溶剂218管 道液槽 车园区供给5化 学 品6120汽车、火车液槽车、汽车外购6润滑油、燃料油300汽车、火车液槽 车外购7尿素包装袋硫磺袋1305汽 车固本地8备品备件、金属材料1500汽车、火车固外购小 计1015733二运 出1尿 素520000汽车、火车固袋火车占80%2硫 磺4912汽车、火车固袋3液 氩7483管 道液槽 车4各种废分子筛及催化剂119汽 车固、液袋5灰渣156502小 计689016合 计1704749 原煤运输全部采用火车输送。产品尿素采用火车、汽车联合运输方式(火车占80%，汽车占241、20%)；铁路调车、运输作业按委托当地铁路部门完成.鉴于以上年运输量情况，本次设计考虑增设部分运输设备，大部分运力由社会力量协调解决。增设以下运输设备：1） 卡 车 10辆2） 叉 车 10辆3） 小 轿 车 2辆4） 电子地中衡(120T) 2台厂内道路：厂内主要道路宽12米、9米，次要道路宽6米。采用城市型水泥混凝土路面。厂区内设置环形通道，原材料及成品运输区设置大型回车场，整个道路呈网状布置，在满足生产运输的同时，也能符合消防疏散的需要。7.1.4 工厂防护及绿化 7.1.4.1 工厂防护 (1)工厂设人流出入口一处；物流出入口2处，并设置大门及门卫，围墙设高度不低于2.2米的实体砖墙。242、 (2)罐区四周均设防火堤防护。 (3)消防设施利用厂区消防站，并按规范要求设环环道路，以便火灾发生时能迅速、有效地进行扑救。 7.1.4.2 绿 化 工厂绿化应根据当地自然条件，工厂生产特点并结合全厂总平布置进行绿化设计。厂前区为重点绿化、美化区，设置花坛，种植花卉，辅以草坪。沿工厂围墙、道路两侧及厂内适当的地点种植乔木、灌木、绿蓠，为职工生产和生活创造良好的环境条件，以达到净化空气，保护环境，有益于人体健康的目的。 厂区绿化率15%。7.1.5 工厂排渣 本工程气化废渣及锅炉灰渣约301860万吨/年，送至园区建材工业区综合利用。7.2 给、排水7.2.1 设计依据1、建筑给水排水设计规范243、(GB50015-2003)；2、室外给水设计规范(GB50013-2006)；3、室外排水设计规范(GB50014-2006)；4、建筑设计防火规范(GBJ16-2006)；5、建筑灭火器配置设计规范(GB50140-2005)。6.工业循环水冷却设计规范(GB/T50102-2003)7.工业循环冷却水处理设计规范(GB50050-2007)8.低倍数泡沫灭火系统设计规范(GB 50151-92 2000年版)9.石油化工企业设计防火规范(GB 50160-92 1999年版)7.2.2 给 水1、用 水 量厂区生产用水量559m3/h，职工生活用水量6m3/h，未预见水量30m3/h，厂244、区最大时用水量605m3，全年用水量484万 m3，详见下表及水量平衡图。厂区用水量表：序号用水项目新鲜水用量(m3/h) 循环水用量(m3/h)回用水用量(m3/h)脱盐水用量(m3/h)1气 化323202净 化21800213合 成 氨4000414空分空压182005尿 素48006硫 回 收1407锅 炉 房201268脱盐水站2519制 冷 站284010循环水系统补充水26315611生活及化验612未预见水量30合计60522101561882、水 源厂区给水水源来自开发区自来水管网，从开发区自来水管网引DN300给水管至厂区给水泵房蓄水池和循环水泵房冷水池，并装设计量水表。3245、给水方式厂区循环水系统补充水263m3/h由工业园区自来水管网直接供水，其余生产生活用水342m3/h采用二次加压供水系统，在厂区给水泵房处设2500m3蓄水池两座(内贮消防水量1620m3，生产生活调节水量3380 m3)，加压后供厂区生产、生活用水，选用全自动变频调速供水设备一套，型号为：BHOG368/2-0.44，消防供水单设专用水泵。4、给水管网厂区给水管网采用生产、生活、低压消防给水管道同一管道供水系统，管网成环状布置，主管为DN300给水铸铁管，埋地敷设。5、消防给水系统及其它灭火措施厂区水消防根据建筑设计防火规范（GBJ16-2006），参照石油化工企业设计防火规范（1999246、版）GB50160-2006规定设置。工厂消防给水系统包括低压消防给水系统和稳高压消防给水系统。生产、低压消防给水系统厂区低压消防给水管道与生产、生活水管道合并，管道设计在满足水消防时又能满足生产用水，当火灾发生时，可直接灭火或由消防车临时加压灭火。低压消防用水量为30L/s，用水延续时间时间按3小时计消防用水量324m3。在生产，消防管道上按规范要求设置消火栓及切换阀门，室外消火栓间距120m，切换阀门控制的消火栓不大于5个，生产、消防水主管道为环状管网，干管管径DN300mm。稳高压消防水系统根据“石油化工企业设计防火规范”中有关规定，生产装置区配备稳高压消防给水系统。消防冷却水量为150247、L/s，用水延续时间为3小时消防用水量1620m3，消防水压力为1.0MPa，稳压为0.8 MPa。稳高压消防水系统包括：消防水池、消防泵房、消火栓、消防水炮、管网系统。在消防管道上设置消火栓及切换阀门，消火栓间距不大于60 m，切换阀门控制的消火栓不大于5个。厂区各建筑物内按规范要求设置一定数量的手提式干粉灭火器，以备初期火灾时使用。6、循环水系统本工程设循环冷却水给水系统，该系统由冷却塔（包括塔底集水池）、循环水给水泵、集水池、旁滤系统、水质稳定加药、加氯、循环水给水管及回水管道组成。厂区共设一套循环冷却水系统。循环水量：22100m3/h供水温度：32回水温度：42浓缩倍数：4循环水系统248、由5座L9.75型（单塔能力5000m3/h）风机逆流通风冷却塔、循环水泵房、全自动过滤器2套、水质稳定加药装置2套、加氯装置2套及供回水管网组成。补充水水质：循环水的水质控制执行化工企业循环冷却水设计技术规定（HG/T20690-2000）的水质指标，为节约水资源，浓缩倍数控制在N=4.0。循环水系统的补充水量为442m3/h，其中263m3/h由园区自来管网直接供水，其余179m3/h由回用水处理站供水。7、脱盐水站 本工程脱盐水总用量正常188m3/h，脱盐水系统设计能力为200m3/h。根据各装置要求，脱盐水水质要求如下：电导率5us/cm，SiO20.1ppm、总铁0.5ppm、总硬249、度0mg/L。 脱盐水站拟采用的设计方案为：预处理+反渗透(RO)装置+混床。该方案具有工艺先进，污染物产生量少，运行简单稳定，自动化程度高，酸碱耗量低，系统设备管路简单，施工周期短等优点。采用2组 100m3/h的RO系统和3台混床组成二个系列并联运行，新鲜水进水251m3/h，脱盐水产水量188m3/h，水的总回收率75%。系统设置原水池一座，V=1500 m3、原水泵3台，Q=140m3/h，2用1备；多介质过滤器3台，正常情况下2台运行，1台备用，总出力为200 m3/h；活性碳过滤器4台，3用1备；并联2列反渗透装置，每列出力100m3/h，每一列配置一台5保安过滤器、一台高压泵、一250、套反渗透膜组；脱碳塔2台(Q=100 m3/h)，中间水池2座(30 m3)，中间水泵3台(Q=112m3/h)，2用1备；混合离子交换器3台(Q=100 m3/h) 2用1备；纯水池一座，V=1500 m3；脱盐水泵3台，2用1备，Q=100 m3/h，H=50m。脱盐水供出压力约为0.50MPa，沿外管廊送至各用户。 另设置反洗水箱(100 m3)、反洗水泵、反洗用罗茨风机、阻垢剂投加装置、反渗透清洗系统、酸碱再生系统、控制系统等辅助设施。8、回用水处理厂区污水处理站出水和脱盐水站排水含盐量略大，经过滤脱盐处理后用于循环水系统补水使用。由于本系统是作为循环水系统的补充水，对脱盐水的水质要求251、不高，因此，一级反渗透的除盐工艺即可满足要求。系统脱盐水处理量224m3/h，脱盐水系统设计能力为250m3/h。 脱盐水站拟采用的设计方案为：预处理+反渗透(RO)装置。该方案具有工艺先进，污染物产生量少，运行简单稳定，自动化程度高，系统设备管路简单，施工周期短等优点。 系统设置原水箱一座，钢制，V=600 m3；原水泵2台，1用1备，；多介质过滤器2台，1用1备；设2列反渗透装置，每列出力125m3/h，配置一台5保安过滤器、一台高压泵、一套反渗透膜组；脱盐水箱1台，V=600 m3；脱盐水泵2台，1用1备。 另设置反洗水箱(50 m3)、反洗水泵、反洗用罗茨风机、阻垢剂投加装置、反渗透清252、洗系统、控制系统等辅助设施。7.2.3 排 水1、排 水 量厂区生产污水排水量68m3/h，生活污水排水量5.4m3/h，脱盐水站净废水排水量64m3/h，循环水站净废水排水量88m3/h。排 水 量 表序号排 水 部 门排水种类排 水 量备 注m3/hm3/d1气 化生产废水307202净 化生产废水2483合 成生产废水1244锅炉排水生产废水102405生 活生活废水5.41306未 预 见256007合 计73.417622、排水方式厂区排水采用分流制，生产污水、生活污水经生物处理作为中水使用，循环水站净废水和脱盐水站排水经处理作为循环水补充水使用。3、污水处理厂区生产、生活污水排水量253、73.4m3/h，设计污水处理系统规模80m3/h污水水质：CODcr 400mg/lBOD5 200mg/lSS 100mg/l生产污水采用A/O2厌氧好氧生物处理方法去除CODcr及BOD5，再经过滤臭氧消毒和进一步氧化后，作为中水回用于循环水系统，污水处理流程如下：调节池厂区污水厌氧池O曝气池沉淀池O接触氧化池沉淀池消毒池过滤回用生产污水经地下管线进入污水处理站内的调节池，当水量水质变化较大时切换到事故池，此外主装置区的冲洗水，初期雨水经收集后也排入事故池，事故池污水用泵提升至调节池，调节池内污水经潜污泵提升至污水处理系统A段厌氧池。污水在A段厌氧池内，污染物质首先经A段缺氧型微生物的水254、解、酸化作用逐步分解成有机酸、醇等小分子、小颗粒物质，有利于污染物质在活性污泥池内的进一步降解，并且在池内设有搅拌装置，使生物与污水充分混合加快它们的反应速度，且构成一个缓冲能力极强的混合体系，保证处理装置的稳定运行。厌氧池出水进入O段活性污泥池，活性污泥池底部布置有微孔曝气头，污染物质再经好氧微生物的氧化分解使污水得到进一部净化，好氧池出水经中间沉淀池沉淀后进入O段接触氧化池，接触氧化池中填充填料及鼓入空气，填料上的生物膜能进一步降低污水中的CODcr等污染物，同时还可以起到一定的脱氮效果。二沉池污泥部分回流至调节池以保证池内微生物的相对浓度，剩余部分污泥采用好氧消化池。污泥池内的污泥进入好255、氧消化池进行消化处理，其上清液回流至调节池作进一步处理，剩余污泥经污泥脱水机处理后外运。二沉池出水经过滤消毒后补入循环水系统。处理后出水水质：CODcr 60mg/lBOD5 10mg/lSS 3mg/l为防止由于污水处理装置因事故停车或生产装置发生事故等原因造成的污水外泄的突发事件，拟在厂区污水处理站内建一座4000 m3事故水池，作为事故污水暂时存放地，以避免发生污染环境的事件。4、雨水排水厂区雨水采用暗管排水。7.2.4 主要设备给排水主要设备一览表序号名 称 及 规 格型 号单位数量备 注综合水泵房1全自动变频给水设备BHOG368/2-0.44套1附：水泵 Q=368m3/h H=4256、4m台2附：电机 N=75KW 380V台22消防给水泵 Q=270m3/h H=105mXBD10.5/75-2005台3附：电机N=132KW 380V台33消防稳压装置Q=54m3/h H=80m套1附：电机N=22KW 380V台2循环水泵房1冷却塔 Q = 5000 m3/h、t = 10FNH-5000台5附：电机N=200KW 380V 2循环水泵 Q=7500m3/h H=49mSLOW900-1020A台4附：电机N=1400KW 10KV台33排污泵 Q=50m3/h H=11m100DFWQ-1801C台2附：电机N=4KW 380V台24加药装置套2溶解槽lm3，溶液槽257、1.2m3搅拌机N = 0 . 37kw 380V计量泵Q=0-100 L/h H = 0.6MPaN = 0. 55kw 380V5加氯机台26全自动过滤器ZGLZ-400台27电动单梁悬挂式起重机N = 7.5kw 台1Gn =10t 、S = 9m配套电动葫芦：cn =10t N = 3kw起升高度6m污水处理站1提升泵 Q=80m3/h H=16m台4附：电机N=5.5KW 380V台42鼓风机Q=42m3/min H=4000帕台2附：电机N=55KW 380V台23板框压滤机台1附：电机N=5.5KW 380V台1附：电机N=2.2KW 380V台14刮泥机台1附：电机N=1.1K258、W 380V台15臭氧发生器NX2750台2耗电12KW 380V6罐污泥浓缩15003000台17混凝剂投加装置套1附：搅拌机电机 N=1.1KW 380V台1附：加药泵电机 N=1.1KW 380V 台18污泥泵Q=5m3/h H=60m台2附：电机 N=2.2KW 380V台29给水泵 Q=80m3/h H=25m台2附：电机N=11KW 380V台210多介质过滤器2000台211清水箱V =400m3台112反洗水泵Q=260m3/h H=17m台1附:电机 N=18.5KW 380V台1脱盐水站1原水池V =1500m3座12原水泵Q=100m3/h H=36m台3附:电机 N=1259、8.5KW 380V台33多介质过滤器2000台34活性碳过滤器3000台45保安过滤器 Q=100m3/h台26高压泵Q=100m3/h H=180m台2附:电机 N=90KW 380V台27反渗透装置 Q =100m3/h套28除二氧化碳器1200台29混合离子交换器1800台310中间水箱V =30m3台211中间水泵Q=100m3/h H=33m台3附:电机 N=22KW 380V台312除盐水泵Q=100m3/h H=50m台3附:电机 N=22KW 380V台313酸储罐 V=10m3台114碱储罐 V=10m3台115酸计量箱 V=1.2m3台116碱计量 V=1.2m3台117260、除盐水池 V =2000m3座118反洗水泵Q=260m3/h H=17m台1附:电机 N=18.5KW 380V台119反洗水箱 V =200m3台120空压机台2附:电机 N=15KW 380V台2回用水站1原水箱V =600m3台12原水泵Q=250m3/h H=32m台2附:电机 N=37KW 380V台23多介质过滤器2000台34保安过滤器 Q=125m3/h台25高压泵Q=125m3/h H=180m台2附:电机 N=90KW 380V台26反渗透装置 Q =125m3/h套27给水泵Q=180m3/h H=28m台2附:电机 N=18.5KW 380V台28除盐水箱V =500261、m3台19反洗水泵Q=280m3/h H=16m台1附:电机 N=18.5KW 380V台17.3 供电及通讯 供电设计的工作范围本工程设计项目主要有：1. 110kV总降压变电站和各车间10kV变配电所的供配电设计。2. 煤气化车间的电力及照明设计。3. 煤气净化车间的电力及照明设计。4. 氨合成车间的电力及照明设计。5. 储罐区车间的电力及照明设计。6. 辅助车间如循环水系统、锅炉房房等车间的电力、照明设计。7. 全厂区内电力外线的设计。8. 全厂通讯。9. 全厂的火灾自动报警及联动系统。 采用的设计标准及规范本工程电力设计所使用的设计标准为所有国家现行标准，主要标准目录如下：GB5005262、2-1995 供配电系统设计规范GB50057-1994 建筑物防雷设计规范(2000年版)GBJ16-2006 建筑设计防火规范GB50034-2004 建筑照明设计标准GB50055-1993 通用用电设备配电设计规范GB50058-1992 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB50062-1992 电力装置继电保护和自动装置设计规范GB50217-2007 电力工程电缆设计规范GB50054-1995 低压配电设计规范GB50053-1994 10kV及以下变电所设计规范GB50169- 92 电气装置安装工程母线装置施工及验收规范GB/T14549-93 电能质量公用电网谐波GB50263、059-1992 35-110kV变电所设计规范GB50060-1992 3-110kV高压配电装置设计规范GB50116-1998 火灾自动报警系统设计规范DL/T 5137-2001 电测量及电能计量装置设计技术规程相关的其它规范及规定 用电负荷、负荷等级及电压等级1)全工程计算负荷见 “用电负荷计算表”2)用电负荷等级：本工程工艺装置数量较多、自动化水平高并属于重要的化工装置，主要产品为易燃、易爆，且化工生产连续性强，工艺及辅助生产装置中大部分负荷在突然停电时会引起连续性生产过程混乱，需要长时间才能恢复生产，经济损失很大，并可能会引起火灾、爆炸、人身伤亡及设备损坏等事故。造成较大的经济损264、失，此类电力负荷，如化工工艺生产装置及相关的辅助生产装置等属于二级用电负荷。根据国标GB5005295“供配电系统设计规范”及“化工企业供电技术设计规范”的规定，本工程负荷等级大部分属于二类用电负荷，占总负荷的80%以上，少数重要负荷如消防、压缩机辅机、仪表电源、事故照明、DCS等负荷属一级负荷，其余属三级负荷，所以供电的要求较高，应由两个电源供电。一级用电负荷不允许停电，采用双电源终端切换后供电、对于一级负荷中特别重要的负荷，除由两个电源供电外，还应将本工程的安保电源作为备用电源，DCS采用UPS供电；二级用电负荷，一般需要两回路供电；三级用电负荷只需一回路供电。3) 根据装置的负荷情况，生265、产装置用电负荷配电电压等级如下：高压电动机 10kV低压电动机 380V检修电源 380/220 V照明电源 380/220 VDCS及关键仪表 220V，来自UPS 电 源扎兰屯市的电网经过多年的建设，现在已经形成以220kV线路为主轴，110kV线路为主干线，35kV线路为骨架，10kV线路纵横延伸的供电网络，大电网并网覆盖全旗的电力网络。境内拥有220kV变电站1座、110kV变电站1座、35kV变电站9座。园区所在地区域变电站为110kV变电站，110千伏变电站距离园区4公里，目前最大供电能力10万KW 。 本工程电源引自工业园区所在地区域扎兰屯110kV变电站。供电回路为两回110k266、V电源架空线路送至本厂总降压变电站，交接点为工程总降压变电站110kV进线端。两回110kV专用供电线路互为备用，可满足厂内一、二级用电负荷的供电需要。另在循环水车间设一台柴油发电机做为应急安保电源，当厂区发生火灾事故时，能够启动厂区消防设施。因此，本项目的电源是可行的，能满足本项目的用电负荷需求以及负荷等级对供电电源的要求。本工程10kV计算有功功率为9368kW；0.4kV计算有功功率为5992.49kW，总计算有功功率为13210.03kW，总计算无功功率为7248.81 kVAR，总计算视在功率15068.18kVA。全厂车间年耗电量为10568.02万kW.h。详见用电负荷计算表。用267、 电 负 荷 计 算 表序号用电负荷名称10kV常用功率(kW)380V常用功率(kW)需用系数(kC)功 率因 数COStan有 功功 率(kW)无 功功 率(kVAR)视 在功 率(kVA)备 注一备煤及气化1煤粉制备、输送12401202煤 气 化4502203排渣及灰水处理3004照明及其他30合 计16906700.80.80.75536402无功补偿-144补 偿 后0.9536258594.86选2台SM11-400kVA,10/0.4kV变压器负载率0.74二煤气净化1煤气净化80018002煤气压缩4203照明及其他30合 计80022500.80.80.7518001350268、无功补偿-480补 偿 后0.918008701999选2台SM11-1600kVA,10/0.4kV变压器负载率0.64三氨 合 成1氨 合 成1452冷 冻2303尿 素16205304照明及其他30合 计16209350.80.80.75748561无功补偿-208补 偿 后0.9748353827.11选2台SM11-630kVA,10/0.4kV变压器负载率0.67四储 罐 区1液氨储罐区752空 分 站10103火 炬154照明及其他30合 计11300.80.80.75904678无功补偿-256补 偿 后0.9904422997.65选2台SM11-630kVA,10/0.4k269、V变压器负载率0.79五水系统1综合水泵房2202循环水泵房冷 却 塔2003循环水泵14002排 污 泵4X2加药装置0.92电动单梁悬挂式起重机10.5小 计2800619.423污水处理站提 升 泵7.52鼓 风 机552板框压滤机7.72刮 泥 机1.1臭氧发生器122混凝剂投加装置2.2污 泥 泵2.22给 水 泵222反洗水泵18.5小 计234.64脱盐水站原 水 泵372高 压 泵752中间水泵302除盐水泵452反洗水泵18.5空 压 机152小 计422.55回用水站原 水 泵372高 压 泵112给 水 泵302除盐水箱18.5小 计174.56暖通设备轴流风机0.378270、0高效智能换热机组17.22小 计647照明及其他30合 计28001765.020.80.80.751412.011059.01无功补偿-384补 偿 后0.91412.01675.011565.05选2台SM11-1000kVA,10/0.4kV变压器负载率0.78六锅炉房1机 务2.62锅 炉滚筒冷渣机156电动给水泵3003给 煤 机109凝结水泵372一次风机6003二次风机2003反料风机113引 风 机2506电除尘器153电动葫芦53循环水泵552小 计48004573输煤系统1664除渣系统305除灰系统556照明及其他30合 计4800740.60.80.80.75592.271、48444.36无功补偿-160补 偿 后0.9592.48284.36657.19选2台SM11-500kVA,10/0.4kV变压器负载率0.66七合 计总计(10kV)1171093687026.1无功补偿-2492补偿后0.993684534.110407.57总计(380kV)7900.625992.492862.376640.86总 计15360.57396.4717048.43全厂同时系统Kp=0.86Kq=0.9813210.037248.8115068.18选2台SF11-10000kVA,110/10.5kV变压器负载率0.75由于没有相关车间装置的需用系数及功率因数，故本272、节能计算需用系数及功率因数的选择参照工业与民用配电设计手册及同济大学出版社出版由周鸿昌编著的工厂供电的有关参数 供电系统设计(1)110kV总降压变电站本工程厂区内新建110kV总降压变电站一座，内设两台10MVA，110/10kV电力变压器，变压器的容量及进线按一回路故障时，另一回路及变压器能带起所有二级及以上负荷来选择。本次设计，10kV系统接线采用单母线分段接线，两段母线间设联络开关，优点是供电可靠，运行灵活，操作检修方便，便于管理。10kV配电装置采用中置式开关柜KYN28A，断路器采用高分断能力的真空断路器。电缆根据电压、电流、允许电压损失及环境等条件选择，10kV电缆选用交联聚氯乙273、烯绝缘聚氯乙烯护套电力电缆，380 V电缆选用聚氯乙烯绝缘聚氯乙烯护套电力电缆，控制电缆选用聚氯乙烯绝缘聚氯乙烯护套控制电缆。本项目生产装置、辅助生产装置有部分属于腐蚀爆炸性危险区域，该区域的动力、控制、照明等设备应选用防腐防爆型的。系统保护和监控采用集中分散式微机综合自动化系统。本工程总计量设在线路进线处进口处，计量CT选择0.2S级，计量PT选择0.2级，计量表计选用智能表。(2) 厂内各级变配电所设置按变电所应尽量靠近负荷中心的原则，本工程共设6座车间变配电所，6座车间变配电所包括：煤气化车间变配电所，内设2台SM11-400kVA/10/0.4kV电力变压器；煤气净化车间变配电所，内设274、2台型号为SM11-1600kVA/10/0.4kV电力变压器；尿素车间变配电所，内设2台SM11-630kVA/10/0.4kV电力变压器；空分车间变配电所，内设2台型号为SM11-630kVA/10/0.4kV电力变压器；循环水车间变配电所，内设2台SM11-1000kVA/10/0.4kV电力变压器; 锅炉房变配电所，内设2台SM11-500kVA/10/0.4kV电力变压器。全厂区6座车间变电所及厂区10kV用电设备电源均引自110kV总降压变电站10kV母线。7.3.6 继电保护和系统监控 各级变配电所的继电保护和监控拟采用综合自动化微机保护装置，分散集中控制，由总降压变电站统一调度275、。各变电所的微机工作站可以把各种数据、信号通过通讯线路传送到生产管理部门及总变电站的微机系统，生产管理部门及总变电站的各项指令也可通过数据传输下达到各级变电所(微机工作站)。7.3.7 功率因数及补偿1) 10kV系统功率因数补偿采用无功就地补偿装置。2) 0.4kV系统功率因数补偿在低压侧母线就地补偿。3) 各段变电所补偿后的功率因数应不低于0.9。7.3.8 动力及照明配电本项目主要生产装置区有部分属于腐蚀爆炸性危险区域，该区域的动力配电柜、开关等电气设备全部选择防腐防爆型号,控制、照明等设备应选用防腐防爆型的，辅助生产车间及公用工程等其它场所动力配电做法按常规做法，控制设备可放置在设备附276、近便于操作的地方。所有用电设备动力配电均由各变配电所低压配电屏提供。55kW以上电动机采用减压起动设备。照明按工艺各场所要求的照度进行配置，粉尘较大及潮湿场所采用防水防尘灯。辅助生产车间及公用工程等其它场所采用广照灯和荧光灯，照明配电箱选用普通型。在厂房和办公区的主要通道和出入口设应急照明和疏散指示照明。腐蚀爆炸性危险区域车间动力及照明线路选用NH-BV-500型电线，动力控制线路选用NH-KVV-500型控制电缆。辅助生产车间及公用工程车间等动力及照明线路选用选用BV-500型电线，动力控制线路选用KVV-500型控制电缆。高压电缆选用交联聚乙烯绝缘聚乙烯护套铜芯电力电缆，低压动力电缆选用交联聚乙烯绝缘聚乙烯护套铜芯电力电缆。电缆桥架选用高防腐复合型桥架或铝合金桥架。7.3.9 应急电源 为了工艺生产装置及动力分厂的安全停车，以及消防的需要，本工程设有应急柴油发电机组和大容量直流电源装置。工艺生产装置的DCS电源及总变与动力分厂的综合自动化微机保护装置的电源由自备的不间断电源装置UPS供电。当火灾