1、XX科技有限公司尿素项目可行性研究报告化工公司尿素项目可行性研究报告（上）1 总论1.1概述1.1.1项目名称、主办单位、建厂地址项目名称：XX省XX市XX科技有限公司尿素项目工程代号：XXXXXX主办单位：XX省XX市XX科技有限公司建厂地址：XX省XX市宝山化工园区1.1.2主办单位基本情况项目投资单位XX省XX市XX科技有限公司，公司性质为有限责任公司。公司位于XX市山城区，下设XX马庄煤矿和XX鑫元房地产开发公司，总资产1.2亿元，是一家集煤矿开采、精细化工、房地产开发的集团型企业。经过多年的磨砺与打拼，一支具有良好的团队精神、高度的危机感、敏锐的市场意识和优良的管理能力的精英团队已经2、在公司成长起来。无论是日常的生产和经营管理，还是大型项目的投资管理，公司领导层均表现出较高的管理水平，公司现在正处于天时、地利、人和的大好发展时期。基本形成资源优化配置、体制机制完善、工艺技术先进、规模优势明显、自主创新能力和市场竞争力显著提高的新型能源产业基地。1.1.3项目提出的背景、投资的必要性和经济意义1.1.3.1项目提出的背景粮食是人类赖以生存的基础。世界各国都非常重视粮食生产，把粮食 自给率提高到关系国家安全的战略高度。我国国土地面积144亿亩，其中耕地不足20亿亩。虽然我国现有土地面积居世界第三位，但是人均土地面积仅是世界人均土地面积的1/3；耕地面积列世界第二位，而人均耕地排3、在世界第67位；有一些省（市）的人均耕地已经低于联合国粮农组织确定的0.8亩的警戒线。2007年我国平均人口密度达到每平方公里137人，是世界平均人口密度的三倍。我国东南部部分省平均人口密度甚至达到每平方公里600人左右。我国农业资源禀赋条件差，人多地少，人均耕地只有1.39亩，不足世界人均耕地水平的40%。而人均土地资源才是直接关系人均国民收入、土地产品产量的重要指标。世界人均耕地0.37公顷，我国人均仅0.09公顷。发达国家1公顷耕地负担1.8人，发展中国家负担4人，我国则需负担8人，其压力之大可见一斑，尽管我国已解决了近世界1/5人口的温饱问题，但也应注意到，我国非农业用地逐年增加，人均4、耕地将逐年减少，土地的人口压力将愈来愈大。 我国农业生态环境恶劣，水资源严重缺乏，这些都影响了农产品的竞争能力。受工业经济发展和城市化步伐加快的影响，耕地逐年减少的势头没有得到彻底遏止。根据2007年土地利用变更调查结果，全国耕地18.26亿亩，与2006年相比，净减少61.01万亩，减幅 0.03%，同比下降0.22个百分点。其中建设占用耕地、生态退耕、灾毁耕地、农业结构调整四项共354.76万亩，同期土地整理复垦开发补充耕地293.75万亩。2001年至2007我国净减少耕地8800万亩，人口却以每年8001000万人的速度增加。在耕地面积减少和人口增加的双重压力下，农业的种植强度必须逐年5、提高。耕地保护关键是保护耕地质量，五十年来，国家在投资、原料、运输、销售、进口、税收等方面大力支持化肥行业的发展，以优惠价格向农民供应化肥，提高了农民用肥的积极性，粮食产量大幅增加，解决了温饱问题。2015年我国人口将增加到14.38亿，平均每年新增人口1100万左右。按人均口粮400公斤计，每年需增加粮食消费量440万吨。加上人民生活改善的需要，粮食消费量每年增加1000万吨左右。预计2010年和2015年粮食需求量将达到59000万吨和64000万吨。如果我国新增人口的粮食供应全部依赖进口解决，粮食的进口份额将占到目前全球贸易量的50%和70%，风险很大。加入WTO后，农产品关税下降，非关6、税壁垒逐步丧失，维持粮食安全的难度进一步加大。但粮食自给的基本战略不可动摇。进口只能是品种调剂。因此，维持化肥的低价位，降低粮食生产成本，提高竞争力，应作为实现粮食自给战略的基本措施。历史经验表明，我国化肥的进口量直接影响国际化肥价格，为降低市场风险，增强市场控制能力，化肥自给率应保持70%以上。随着科学技术的发展，化肥在农业生产中所起的作用越来越大。而国内施肥水平和人均占有粮食等指标仍然偏低，氮、磷、钾肥料比例不均衡，化肥供应不足，从化肥总量来看仍有缺口，尤其是以高浓度氮肥如尿素、NPK复合肥等还不能满足农业需要。在化肥行业发展的大背景下，XX科技有限公司领导层从企业发展的战略高度出发，为增7、强企业的市场抗风险能力和经济效益，使企业向大型化迈进，公司拟定实施年产30万吨尿素工程。XX科技有限公司交通条件十分便利，原材料供应有保证；产品销售渠道畅通、用户信誉高。1.1.3.2项目投资的必要性和经济意义我国化肥行业经过多年发展，尤其是计划经济年代，实行的是追求数量增长的发展方针。化肥行业总量很大，但和国内的其它行业类似，“大而不强”，存在着较为严重的结构性过剩，集中反映在有效能力不足、行业集中度低、装置规模小、低浓度产品偏多、竞争能力差等方面。几十年来，由于国家对进口化肥实行配额管理，对化肥生产给予一定的优惠政策，在一定程度上保护了国内的化肥工业，这种结构性矛盾虽有所表现，但不突出。在8、进入WTO以后，国内化肥市场逐渐放开，进口配额逐步取消，外商逐步进入国内化肥销售系统，部分优惠政策消失，化肥行业的结构性矛盾将日趋显著，成为影响行业发展的严重问题。化肥工业是我国国民经济的基础产业，对其它工业具有较强的拉动效应，多数化肥企业是地方经济的支柱和骨干，对地方国民经济发展具有重要的作用。尿素作为主要化肥品种，近十年得到迅速发展，目前我国是世界上最大的尿素生产国和消费国，产量约占世界总产量的29.7%。随着国家加大宏观政策支持力度，农业需求持续增长，尿素产量和消费量将会进一步提高。尿素的主要生产原料是天然气或油品、煤炭。由于国际能源价格居高不下，以天然气和油品为原料的多数尿素企业缺乏市9、场竞争力，凸现了以煤为原料的企业的优势。我国是缺油少气多煤的国家，发展煤化工是我国化学工业的发展方向。国家鼓励外商进入化肥行业，有利于我国化肥行业整体水平的提高。随着我国市场经济的深化和国际、国内经济一体化的进程，特别是在“十一五”期间，化肥行业的总体发展目标将由单纯追求总量的增长转变到提高企业的竞争能力和经济效益上来，要依托市场推行产品结构、原料结构、技术水平等方面的调整，即在产业布局上，优先在资源产地和粮棉主产区建设大型氮肥生产基地；在产品结构上，大力发展高浓度氮肥，并提高大颗粒尿素比例；在技术水平上，优先发展适用于烟煤、褐煤等煤种的煤气化技术、节能的脱硫脱碳技术、低压合成技术、CO2汽提10、法尿素工艺技术等。XXXXXX科技有限公司利用当地丰富的煤炭、水、电资源，发达的交通运输体系和优越地理区域等优势，并以中原及华东地区为目标市场，建设30万吨/年尿素项目，实现煤炭资源就地转化，提高产品附加值，不仅符合我国化肥工业发展的行业和地区规划，也符合国家产业政策和产业布局原则。多年来，地处中原的XX省经济发展相对比较缓慢，与东部地区的差距较大。为了落实党中央提出的全面建设小康社会的目标，必须实现经济的跨越式发展。煤化工的产业链较长、产品附加值高，可带动地方的精细化工、新材料等产业的兴起。XXXXXX科技有限公司尿素项目的实施，应用现代高新技术改造传统产业，可促进当地经济结构调整，有利于把11、XX省的煤炭资源优势转变为经济优势，培育XX省新的经济增长点，加快XX省的工业化进程，提升XX省的经济地位。因此，本项目的建设对稳定当地农业和经济的健康发展；提高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。1.1.4编制依据、指导思想和原则1.1.4.1编制依据（1）XXXXXX科技有限公司与XX省化工设计院有限公司签定的工程咨询协议书。（2）XXXXXX科技有限公司提供的设计基础资料。1.1.4.2指导思想和原则本项目研究要以市场为导向，以提高企业经济效益为中心，采用先进、成熟的新技术，节能降耗，减少环境污染，提高市场竞争力。（1）严格按照国家或行业现行的标准规范进行设计，严12、格执行国家有关法律、标准、规范，以求实、科学的态度，以开拓进取的精神精心设计。（2）工艺技术方案的确定，在吸收国内外先进技术基础上确保工艺技术先进成熟，生产装置运行可靠、经济合理，选用洁净化工技术以确保不污染环境为前提。（3）认真贯彻“五化”设计原则，即“工厂布置一体化、生产装置露天化、建构筑物轻型化、公用工程社会化、引进技术国产化”。（4）原料路线的选取，紧紧围绕着我国的基本能源结构和构成，原料来源可靠，技术经济可行。（5）认真贯彻使工程用户真正满意的服务质量方针，事事为用户着想，做到设计合理、先进、可靠，便于操作和维修，节省投资和操作费用。（6）主体工程与环境保护、安全和工业卫生同时考虑，13、减少污染，消除工厂生产对环境和职工健康的危害。（7）选用的工艺、设备、自控方案要先进、可靠、“三废”排放少，做到低能耗、低污染、低成本。1.1.5研究范围本工程属新建项目，厂址定在XXXX宝山化工园区，本设计对工艺生产装置及辅助生产装置、供热、给排水、供电、环境保护、劳动安全卫生、消防及投资估算、经济评价等均作了较详细的研究。本项目主要装置及设施如下：（1）工艺生产装置包括煤气化装置、氨醇装置、尿素装置、空分装置、自动控制装置。（2）公用工程装置包括总图运输、给水排水、供电及电信、供热、贮运设施及机械化运输、工厂外管网、空压站冷冻站、消防、环境保护、劳动安全卫生、生活福利设施、土建等。1.2研14、究结论1.2.1研究的简要综合结论（1）本项目产品方案、规模符合国家产业政策、技术政策和行业发展规划。充分利用当地的煤资源优势，建设年产30万吨尿素项目，项目符合国家的能源政策和产业政策。（2）本项目技术路线先进可靠，综合能耗指标较低，总图运输及公用工程、辅助设施配置恰当。（3）本项目所采用的主要工艺技术采用先进的技术。煤气化工艺采用国内先进的HT-L粉煤加压气化技术，氨合成技术采用先进的双甲流程副产甲醇，总体生产工艺三废排放量较小，装置建成后对周围环境影响较小，符合国家清洁生产的要求。同时在设计中注意安全生产及工业卫生，安全措施有保障，可以实现安全文明生产。（4）本项目总投资99675.5015、万元人民币，其中建设投资及利息98073.12万元，铺底流动资金1602.38万元。根据本报告经济效益的分析研究表明：本项目年均利润总额29041.15万元，年均税后净利润为21780.86万元，投资利润率为28.08%，投资利税率为34.82%，税前全投资回收期为5.21年，税前全投资财务内部收益率为26%，项目具有一定的抗风险能力，说明该项目经济效益较好，在财务上是可行的。项目建成后，可实现年均利润总额29041.15万元。从敏感性分析可以看出，在520%的变化范围内，产品销售收入相对敏感，其他因素较为稳定，说明项目对市场风险具有一定的抵抗能力。本项目以正常生产年份有关数据对以生产能力利用16、率来表示的盈亏平衡点进行计算，BEP为25.09%，计算结果表明，该项目只要达到设计能力的25.09%，企业就可以保本，由此可见该项目适应市场变化的能力较大，抗风险能力较强。综上所述，本项目建设具有得天独厚的原料优势、资金优势以及市场优势，因此本项目的建设是适宜的、可行的。主要技术经济指标如下表1.2-1：表1.2-1 主要技术经济指标序号项目名称单位数量备注一产品生产规模1大颗粒尿素104t/a30二副产品1精甲醇104t/a52硫磺104t/a0.12年操作时间小时8000二原材料消耗1原料煤104t/a43.72含C=51.63%2石灰石104t/a1.5123催化剂104t/a0.5217、884三动力消耗1电104KWh/a2.61292供汽104t/a226.6964.9MPa，4503一次水104t/a65.64循环水104t/a21997.65回收蒸汽冷凝液104t/a165.66废水排放量104t/a37.2四运输量104t/a94.291运入量104t/a45.272运出量104t/a49.02五定员人300六总占地面积亩539.73七总投资万元99675.50建设投资万元92760.19建设期贷款利息万元5312.93流动资金万元5341.25财务评价指标年均销售收入万元78543.75年均总成本费用万元48869.45年均利润总额万元29041.15投资利润率%218、8.08投资利税率%34.82投资回收期税前年5.21含建设期税后年6.06含建设期全投资财务内部收益率税前%26税后%20全投资财务净现值税前万元75540.25ic=12%税后万元38929.28ic=12%1.2.2存在的主要问题和建议本项目存在以下几个方面问题以及解决方法建议：（1）本项目所采用的主要工艺技术均系先进的技术。煤气化工艺采用国内先进的HT-L粉煤加压气化技术，为保证工程进度，应尽早与技术开发商联系，落实工艺技术以及设备供应厂家供货的时间。（2）进一步降低生产成本，包括降低原料价格、管理费用、财务费用等，提高产品的竞争力，降低市场波动对企业带来的风险。（3）提前构架产品的供19、销网络，保证装置的开工率。（4）确保工程设计质量和施工质量，选择有经验的技术专利商和设备制造商，保证装置运行稳定、能耗低。（5）提高技术人员水平，严格按操作规程进行生产操作，做好设备维护保养工作。在满足装置先进可靠的前提下，尽可能降低装置投资，获得最大的投入产出比。（6）除上述风险因素外，还应注意安全、消防、环保等方面潜在的风险性，以防对人员造成伤害、对环境产生不利影响、对装置产生破坏等，这些事件一旦发生，都会直接或间接地对项目正常生产产生负面影响。8 XX科技有限公司尿素项目可行性研究报告2 市场预测分析2.1产品市场分析2.1.1产品用途2.1.1.1尿素用途尿素，白色结晶体；熔点135；20、相对密度1.323（20/4）。加热至熔点以上时分解成缩二脲、氯和三聚氰酸。能溶于浓盐酸，几乎不溶于醚和氯仿。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，也用作饲料及添加剂。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，21、也可用于制革颜料生产。尿素还可调节花量、疏花疏果、水稻制种、防治虫害等。 2.1.1.2甲醇用途工业甲醇常温下是无色透明、无特殊异臭气味、易挥发、易燃烧的有毒液体。分子量32.04，相对密度0.792(20/4)；熔点-97.8，沸点64.5，闪点12.22，自燃点463.89。蒸气密度1.11，蒸气压 13.33kPa(100mmHg 21.2)。其蒸汽含量在空气中的爆炸极限636%（体积），空气中允许浓度极限5mg/m3（操作区）及0.5mg/m3（居民区）。工业甲醇化学性质较活泼，能发生氧化、酯化、羰基化等化学反应。甲醇不具酸性，其分子组成虽有可能作为碱性特征的羟基，但也不呈碱性，对酚酞22、及石蕊均呈中性。甲醇是重要的基本有机化工原料，它是碳一化学的基础。甲醇经深度加工可生产百余种化工产品及衍生物，如：甲醛、甲基叔丁基醚（MTBE）、醋酸、对苯二甲酸、二甲酯（DMT）、甲基丙烯酸甲酯（MMA）、聚乙烯醇、甲胺、甲烷氯化物，硫酸二甲酯、二甲基甲酰胺（DMF）等。同时，甲醇又是一种性能优异的清洁燃料，随着世界石油资源的日渐枯竭、环保呼声的日趋高涨，甲醇掺烧汽油及甲醇燃料越来越受到人们的重视，国内许多地区已开始大面积推广。2.1.2国外市场预测分析2.1.2.1尿素市场预测分析世界上80%以上的尿素产量都是以天然气为原料，尿素厂家主要集中在中东、前苏联、印度尼西亚等有天然气优势的地区，23、而原来尿素产量较大的国家如美国、日本等，由于天然气价格高涨且供应紧张，生产受到了很大影响。目前全世界的尿素生产能力为1.38亿吨，2006年实际尿素产量为1.17亿吨，占产能的85%。2006年全球的尿素需求总量为1.14亿吨（其中用于肥料用的尿素消费量超过1.02亿吨，用于工业尿素的消费量为1100万吨），占生产量的97.4%，也就是说产销基本平衡。预测到2013年，世界尿素产能将达到1.78亿，年均增长率为2.9%。主要增加地区为具有天然气资源优势的地区，如中东预计将新建尿素装置总能力1270万吨；亚洲的东亚和东南亚将新增尿素能力1600万吨；非洲将增加尿素生产能力550万吨。这些新建装置24、所增加的产量主要在本地消化，因为这些地区的需求量也在不断增加。今后10年内全球尿素需求的预测年平均增长率为2.4%（其中肥料用尿素的年增长率为2.4%，工业尿素年增长率为2.1%），明显高于磷酸二铵等其他主要化肥品种的增长率。到2013年，全球尿素需求量预计将达到1.45亿吨。其中，东亚地区增长量最多，将增加1220万吨，主要是在中国；南亚地区需求量将较目前增加450万吨，主要是印度、巴基斯坦和孟加拉国队尿素需求量提高 ；南亚地区需求量将较目前增加230万吨，主要是印度尼斯亚、泰国、越南和菲律宾；北美地区需求量将较目前增加210万吨，主要是美国。今后10年内，世界尿素产能的年平均增长速度为2.25、9%，按其发挥85%的能力计算，则相当于尿素产量的年增长速度为2.456%，这同尿素需求的年增长速度2.4%基本持平。也就是说，世界尿素产量增加的速度基本等于需求增加的速度，目前这种产销平衡的基本格局还将得以继续维持。2.1.2.2甲醇市场预测分析2004 年，世界甲醇产能达到4060万t/a，产量为3300万t，装置平均开工率为81.3%。2006 年世界甲醇总生产能力为4695万t / a。世界甲醇装置新建和扩建速度明显加快，并继续向大型化方向发展。尽管有业内人士发出了产能已接近过剩的警告，但高利润仍促使一些天然气资源丰富的国家积极建设年产量百万吨级的甲醇装置，甲醇生产进入历史上最大规模的26、产能扩张期。20072010年全球甲醇主要在建和拟建项目见表2.1-1。表2.1-1 20072010年全球甲醇主要在建和拟建项目 万t/a年份国家项目/公司名称生产能力2007澳大利亚澳大利亚甲醇公司165阿曼阿曼甲醇公司100马来西亚国家石油公司1702008澳大利亚GIL资源公司100卡塔尔世界石油公司396495沙特阿拉伯沙特甲醇公司170埃及Echem170挪威挪威石油集团1202010伊朗国家石油公司260随着世界甲醇生产重心向中东、南美和非洲等天然气资源丰富的国家和地区转移，美国、西欧和日本已由过去的甲醇自产自给转变为甲醇的主要进口国，而加拿大、拉美、东欧（俄罗斯）、中东及非洲则27、成为甲醇的主要出口国家和地区。未来几年世界甲醇产量将稳步增加，一批大型甲醇装置的建设将给原料成本较高的非经济规模企业带来巨大压力，从而推动甲醇行业重组和资源合理配置，实现供需平衡。随着新增装置的陆续投产，甲醇市场价格将由高位回落。据Nexant Chem Systems公司的最新统计，2005年，世界甲醇消费量约为3560万t；2006年全球甲醇需求量约为3800 万t 左右。近年来全球甲醇需求年均增长率约4%，相当于新建一座世界规模甲醇厂的年产量。预计2010 年世界甲醇需求量将达到4226万t。世界甲醇生产格局的变化将导致消费格局的重大变化，美国、欧洲、日本等发达国家和地区甲醇消费已由自给28、转变为逐步依靠进口，而加拿大、丁美洲、俄罗斯、中东及非洲等国家和地区已成为甲醇出口基地。未来全球甲醇市场供需形势见表2.1-2。表2.1-2 20062010年全球甲醇市场供需形势预测表2006年2007年2008年2009年2010年产能（万吨/年）46954962520053576400需求量（万吨）38003952403141504226由于近年生产生物柴油对甲醇的需求增长，在短期内，生物柴油生产对甲醇的需求将达100万吨/年。在拉丁美洲，由于该地区有较廉价的天然气供应，除已计划新增能力外，还将建设一些甲醇项目。而在北美，由于在美国汽油市场上丧失了MTBE的供应，少量MTBE将用作非燃料29、用途，北美将不再是最大的甲醇消费市场，当地甲醇市场使甲醇产能下降或部分装置关闭，但这个市场仍然很大。未来全球甲醇市场趋势仍将是产能过剩，竞争加剧，尤其是中国和中东将加剧这种竞争的白热化，但是虽然世界甲醇市场供大于求，而且新建装置还将继续建成投产，但是根据专家对汽车代用能源的预测，甲醇是必不可少的替代品之一。另外，甲醇下游产品的开发也会进一步促进甲醇工业的发展，因此，甲醇工业的发展前景还是比较乐观的。2.1.3国内市场预测分析2.1.3.1尿素市场预测分析2008年，化肥生产用煤炭、天然气、电力、磷矿石、硫磺等原材料、能源价格面临着上涨的较大压力，化肥企业生产成本有继续增加的可能。预计2008年30、化肥价格总体上呈稳中略涨的走势。分季节来看，在春耕、秋种期间，化肥需求量明显增加，化肥价格可能较大幅度上涨；用肥进入淡季时，化肥需求量相应减少，价格将小幅下降。2008年，我国将新增氮肥生产能力200万吨，磷肥生产能力180万吨，全年化肥总产量将比上年增长10%左右。尿素和磷酸二铵两个主要品种的产量将分别超过国内需求500万吨和150万吨左右。2007年我国共出口化肥1381万吨，共进口化肥1165万吨，化肥市场供需大体平衡，价格总体上保持平稳运行。2008年全球农用产品市场需求仍将维持强劲势头，其中包括转基因种子、化肥和作物保护化学品。2008年随着农作物产品价格的创历史新高，2008年全球31、化肥需求将维持强劲势头。不过受全球化肥市场供应紧张的影响，2008年全球化肥市场需求增速将有所放缓。2.1.3.2甲醇市场预测分析我国甲醇生产起始于20世纪50年代末期。近年来，因甲醇利润高，投资者对大型甲醇项目十分关注，特别是煤产地和天然气产地，都在积极研究建设大型甲醇项目的可能，有的已经开工建设。2006年底，我国甲醇产能1344.4万t/a。根据中国石油和化学工业协会发布的消息，到2010年我国新建、拟建甲醇项目共42个，其中到2010年可以投产的项目为35个，产能合计1198万t/a，另外7个项目共计670万t/a尚处于前期工作阶段。预计到2010年，我国将新增甲醇能力1000万15032、0万t/a，总产能达到2000万2500 万t/a。近年来，我国甲醇需求迅速增长,表观消费量由2000年的329.2万t/a，增长到2007年的960万t/a，增长了将近3倍。我国甲醇消费结构与国外类似，最大消费领域是甲醛生产，消费比例约为40%；其次是MTBE 和醋酸，所占比例分别为6%和7%。近年来甲醇燃料方面的消费量发展较快，尽管国家尚未出台相关政策法规和标准，但甲醇燃料消费已经成为驱动甲醇需求的主要动力之一。目前我国甲醇消费的主要地区是华东和华南地区，上述地区也是我国甲醛、MTBE、丙烯酸酯和醋酸等下游产品生产的集中地。对于甲醇燃料，消费地区主要集中在山西、XX等地。随着世界经济的发展33、，今后国际市场对甲醇的需求仍将保持一定的增长势头。国内对甲醇的需求增长仍然较为强劲。虽然在化工行业甲醇市场容量有限,但作为汽油添加剂或替代车用燃料,甲醇及其衍生物二甲醚将扮演重要角色，其需求量巨大，将成为甲醇需求新的增长点。预计2010年和2015年，我国甲醇需求量将分别达到1250万吨和2000万吨。近年来，世界范围内能源（石油、煤炭、天然气）价格的上涨，造成了化工产品价格大幅飙升，甲醇价格也达到近年来的高峰，而且一直维持在高位。甲醇的高价格刺激了企业的生产，使得国内甲醇产量大幅增加。虽然国内甲醇产量增长很快，但装置开工率一直较低，尤其是在20002002 年，开工率一直在55%左右。国内甲34、醇装置开工率低的主要原因是我国联醇装置产能约占总产能的50%左右，多数联醇装置规模小、产品成本高、缺乏竞争力，造成开工严重不足。近年我国甲醇供需情况如表2.1-3。表2.1-3 近年国内甲醇供需情况项目2002年2003年2004年2005年2006年产能（万t/a）3865006007001117产量（万t/a）211298.87440.64568.8762.3开工率（%）54.759.873.481.368.2表观消费量（万t/a）386.9433.95573.21699.4856.0自给率（%）54.568.076.981.389.1虽然我国甲醇生产能力已不算低，但是由于规模小、竞争力差35、，每年还是要进口大量的甲醇。表2.1-4是近年国内甲醇进出口统计情况。2002年，我国甲醇进口量达到近年最高水平，为179.9万t，较上年增长18.3%。2002 年以后，国内甲醇新建及扩建装置较多，使得国内甲醇进口量有所下降，国内甲醇进口依存度也随之下降。2004年我国甲醇进口主要来源地为亚太和中东地区。我国甲醇也有少量出口，2005年出口量为5.45万t。2006年我国甲醇进口量为112.7万t，其中智利、沙特阿拉伯、伊朗、卡塔尔和新西兰是我国甲醇进口的主要来源地。2006年甲醇进口量仍呈下降的趋势，预计今后相当一段时期进口甲醇对国内市场不会造成太大的冲击。国内甲醇大多为煤头产品，与气头甲36、醇相比，乙醇含量较高，达不到出口标准，因此我国历年来甲醇出口量很少。但由于东南亚地区甲醇供货紧张，甲醇价格居高不下，我国对东南亚的甲醇出口一直在增加，2006年我国甲醇出口量为19万t，同比增长248.6%。表2.1-4 近年国内甲醇进出口情况年份进口数量/万t出口数量/万t进口依存度/%2001152.1142.32002179.960.145.52003140.165.0831.12004135.853.2823.12005136.035.4518.672006112.719.010.952.2产品的竞争力分析2.2.1目标市场分析2.2.1.1尿素市场分析我国是世界上最大的尿素生产国和消37、费国，产量约占世界总产量的31%，消费量约占世界总消费量的29.7%。XX市XX科技有限公司年产30万吨尿素主要的销售市场为XX、山东、安徽、江苏及河北等省。黄河流域是中华民族的发源地，XX则位于黄河流域最适于发展农业的地带，自古就是粮食的主产区。而且中原地区以平原为主、地势平缓、气候温和，适合多种农作物和经济作物的种植，在生活质量逐渐提高的今天，作物种植对肥料的质量和数量需求都在不断提高。从“逐鹿中原”一词中可以看出XX自古就是兵家必争之地，直到今天，这个词用在农资行业仍然切合实际，作为用肥大省的XX自身肥料产量较为有限，其巨大的市场需求对生产企业和流通企业来说都意味着广阔的发展空间，所以可38、以说XX的农资市场还有待于挖掘。XX省国土面积16.7平方公里，居全国各省区市第17位，约占全国总面积的1.73，其中耕地面积7177.49千公顷，是我国的粮食主产区。据XX省肥料协会统计，XX省的可耕地面积有大约1.3亿亩，以旱地大田作物为主，其中小麦每年的耕种面积有7000多万亩，秋作物有玉米、大豆、花生、棉花等常见的作物，种植比例在当地比较均衡。水稻在XX也有所种植，主要分布在黄淮流域，其中沿黄地区种植面积为200多万亩，淮南种植面积在470500万亩之间，另外比较靠近南方的信阳也有相当面积的种植。与一些多山地区不同的是，XX省的耕地基本处于平原地区，而且水浇地比较多。因此，在粮食亩产方39、面，XX省耕地在全国也处于较高的水平。据新乡市农丰土壤肥料有限公司介绍，在当地小麦亩产突破1000斤已经比较常见，玉米亩产也可达1000斤，借助于灌溉措施，每年的收益相对比较稳定，就保证了农民愿意并且有能力增加肥料投入，每季每亩在肥料方面的投入大约在100元左右。中原地区气候温和，水量也较为充足，保证了作物产量和品质，使得当地农民有能力提高对农作物的投入，而且一年两季的农作物种植习惯更扩大了对肥料的需求，形成了巨大的农资市场。据介绍，XX省化肥年需求量为1200万吨左右，其中氮肥占47，磷肥占23，钾肥占9，复合肥占21。春耕、三夏、秋播需求量分别占30、30和40；农药年需求量为4万吨。平缓40、的地势导致矿产的相对缺乏，造成自身肥料供需缺口较大，据报道XX省自产肥料只能满足4050，这就为化肥企业带来诸多发展机遇。综上分析，本项目产品销售市场是可靠的。2.2.1.2甲醇市场分析在煤炭、天然气和石油三大能源中，我国最短缺的就是石油资源。而石油是重要的战略物资，与国民经济的发展和国家安全息息相关。石油生产和消费对我国国民经济的发展至关重要。由于国际石油通道受战争、意识形态、自然灾害、宗教信仰等因素影响形成的极端不稳定性，加上我国石油需求量的快速增长，我国能源安全的形势异常严峻。据中国石油天然气总公司研究院预测，我国石油最终可采资源量140亿吨，已开采30亿吨，以年产1.62.0亿吨原油计41、，可开采年限为1820年。据国内经济发展速度预测，到2012年，国内累计石油需求量35亿吨。同期，国内累计石油生产量1820亿吨，约50%的石油依赖进口。据国际石油机构Oil&GasJoural和BP、Amoco等预测，世界石油资源可采用40年。我国是一个富煤、缺油、少气的国家，石油资源有限。我国能源结构以煤为主，煤炭生产量和消费量均占到国内能源生产总量和消费总量的70%以上。据原国家计委能源所预测，2050年需能源总量3545亿吨标准煤，已探明的煤储量可采用300年。根据这一形势，我国以煤炭作为主要能源的格局在相当长的时期内不会改变，同时，尽快建立煤制洁净能源的生产和应用体系，实施以煤代油能42、源战略，成为避免石油风险的一个极为重要的方面。在寻求替代燃料的过程中，甲醇燃料显现出独特的优势，二甲醚、乙烯、丙烯等甲醇衍生物的市场竞争优势越来越引起人们的关注重视。多年的实践与探索证明，采用洁净煤技术生产煤制甲醇、二甲醚、碳酸二甲酯等能源替代性化工产品，拓展其能源用途，是减少环境污染，实现煤的洁净转化和利用，实现以煤代油的国家能源政策的重要战略途径。2.2.2产品竞争力优劣势分析2.2.2.1尿素竞争力分析本项目有原料煤供应方面的优势，原材料资源优势是不可置疑的。正如前述化肥生产的成本60以上是原材料的成本。因此，原材料价格的高低及供应状况将对项目竞争力起到关键的影响。本项目采用的原材料为当43、地价格低廉的煤，大大提高了项目的竞争力。另外，产品的目标市场（除本地区外）主要面向山东、安徽、江苏及河北等省，除生产成本低的优势外，运输距离短，运费便宜也是具有竞争力的一个方面。2.2.2.2甲醇竞争力分析在生产技术方面，华东理工大学开发的具有知识产权的绝热管壳式反应器，生产工艺技术成熟，已成功用于10万t/a30万t/a的甲醇装置中。该反应器具有换热效果好、阻力小、抗毒性好、合成率高的特点，因而被国内大中型装置采用，本项目拟采用该技术。甲醇是重要的化工产品，是碳一化学的基础，甲醇后加工可以生产百余种化工产品。甲醇又是重要的替代燃料，我国甲醇一直供不应求，连续几年我国甲醇大量进口，以满足国内的44、需求。XX省XX市XX科技有限公司高起点，高技术含量，现代化的管理，产品的生产成本低，所以该项目综合效益较高。当前，甲醇项目受到诸多企业的青睐，纷纷上马，投资过热必然会导致甲醇产品过剩，进而使市场竞争异常惨烈，直至企业受损。因此，联产的甲醇需提前构架产品的供销网络，保证装置的开工率。2.3营销策略利用目前煤化工发展的大好机遇以及国家和地方的优惠政策，迅速扩大生产规模，加快发展速度，实现企业的跨越式发展，使基础产品达到一定的经济规模，稳步提高，逐步发展；同时，注意拓宽融资渠道，保证可靠的资金来源。具备一定实力后，利用企业人才和技术优势，进一步考虑通过研发新产品，对生产工艺进行技术改造，优化产品结45、构，加快企业的技术进步，以先进的技术改造或扩大现有的生产能力，提高生产自动化、环保和安全水平。在巩固周边市场的基础上，结合当地的资源和区位优势，提高产品知名度，丰富营销手段，采取灵活销售方式，保证产品的市场占有率和装置开工率，成为区域的龙头企业。完善企业内部制度，提升管理理念，优化组织结构，构建和谐企业文化。企业要进一步加大研发投入，整合研发资源，制定明确的研发激励制度，建立企业核心竞争力。2.4价格预测（一）尿素价格预测粮食价格：尿素价格与粮食价格息息相关，有专家专门研究化肥价格与粮食价格的关系，得出的结论是，当粮食的平均价格为0.5元/500g时，尿素零售价的合理价位为12811379元/46、吨，当粮食的平均价格为0.7元/500g时，尿素价位为17921932元吨。应该说，国家对粮食实行最低保护价收购的政策将对尿素价格起到强有力的支撑作用。政策因素：化肥主要用于农业生产，化肥价格过高，将增加农民的种植成本，影响农民的种田积极性，进而对农业生产产生影响，因而在化肥价格过高或者上涨速度过快时，为保护农民利益，政府部门将采取干预措施。而尿素作为施用量最大的化肥品种，更成为政府干预的“重中之重”，这在2004年以来表现得尤为突出，所以尿素价格受政策面的影响是比较大的。生产成本：目前我国尿素生产，62是以煤为原料、22以天然气为原料、16以油为原料，但不管以何种方式生产，原材料成本都占生产47、成本的60以上。所以原材料价格的高低及供应状况将对尿素生产成本乃至尿素价格产生明显影响。国际尿素价格高低：我国作为世界上最大的尿素生产国和消费国，同时也是国际上一个重要的尿素出口大国，我国的尿素市场越来越与国际尿素市场联系在一起，国际尿素价格的高低将对我国国内市场产生明显的影响。综合各种因素分析，结合目前的尿素市场价格，本项目尿素价格按 2400元/吨（含税价）进行经济分析。（二）甲醇价格预测我国甲醇市场受国际市场影响较大。由于受到下游需求强劲、国际甲醇价格高企、生产成本上升以及整体化工品市场全面回暖等多种因素的影响，2004年甲醇价格始终在高位运行。价格最高时接近3000元（吨价，下同），最48、低时也有19002000元，大多数时间均在22002700元的箱形内运行。总体来看，2004年的甲醇价格是非常之理想，并且2004年的甲醇价格还有个特点就是波动幅度比较小。2005年2006年2007甲醇市场仍呈现强势特征，产销量保持较大幅度的增加，价格保持在相对高位，但市场的波动性比2004年要大，价格最高时接近4200元（吨价，下同），最低时也有22002300元，大多数时间均在24003200元内运行。图2.4-1是我国2006.92007.9主要甲醇市场价格走势图。图2.4-1 2006.9-2007.9我国主要甲醇市场价格走势图后市分析：在国际上，80以上的甲醇生产都是以天然气为原料49、，天然气的供应状况及价格的高低对国际甲醇市场影响甚大。目前业内人士普遍预计，国际油价将居高不下，受此影响，国际天然气价格也将居高不下，这样导致国际甲醇生产成本居高不下，使得其销售价格也将居于高位。随着下游需求提高，目前国内甲醇行情总体呈现货紧价扬的局面。但是国内甲醇产能储备巨大，随着产能的释放，供应将缓解。纵观甲醇市场的变化，在项目安全可靠的前提下，本项目甲醇价格按 3800元/吨（含税价）计。93 3 产品方案及生产规模3.1产品方案3.1.1产品方案近年来，在政府加大农业投入的政策支持下，尿素市场的需求显著增长。XX市XX科技有限公司为适应市场的变化，充分利用企业的地理位置和原料优势及现有50、的资源、技术优势，运用高新技术，进一步降低产品成本，以增强企业在市场上的竞争能力。根据当地的市场情况及企业的原材料状况，选择生产大颗粒尿素副产精甲醇为本项目的产品方案。3.1.2产品质量3.1.2.1尿素规格符合国家标准GB2440-91要求。 一级品 合格品含氮量 46.3(重量) 46(重量)含水量 0.5(重量) 1.0(重量)缩二脲 1.0(重量) 1.5(重量)3.1.2.2甲醇规格根据甲醇产品的国内外需要，精甲醇将使用两个标准控制。（1）中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-92），见表3.1-1。表3.1-1 中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-92）项 目指 标优51、等品一等品合格品色度（钼-钴），号510密度（20），gcm20.7910.7920.7910.793温度范围（0，101325Pa），64.065.5沸程（包括64.60.1）0.81.01.5高锰酸钾试验，min503020水溶液试验澄清-水分含量，%0.100.15-酸度（以HCOOH计），%0.00150.00300.0050或碱度（以NH3计），%0.00020.00080.0015羰基化合物含量（以CH2O计），0.0020.0050.010蒸发残渣含量，%0.0010.0030.005（2）美国“AA”级精甲醇标准，见表3.1-2。表3.2-2 工业甲醇美国联邦标准（O-M-2352、2G）“AA”级指 标 名 称指 标乙醇 10PPm丙酮 10PPm游离酸（Hac计） 30PPm外观无色透明可碳化物（加浓H2SO4）不褪色颜色不暗于ASTM的铂-钴标度5馏程（760mmHg）1（64.60.1在内）比重d2020 0.7928不挥发物 10mg100ml气味醇类特征，无其它气味高锰酸钾试验30分钟内褪色3.2生产规模3.3.1产品生产规模 尿素30万吨/年，副产甲醇5万吨/年。3.3.2操作天数 年运行总天数：333天（8000小时）。4 化工工艺技术方案本项目以一个煤气化装置制备合成气，供应给合成氨装置生产合成氨加工成尿素，并副产甲醇。具体分为煤气化装置、氨醇装置、尿素53、装置、空分装置和自动控制装置等。本工程的合成氨装置工艺技术方案采用较先进、成熟、可靠的工艺技术方案，即：以当地粉煤为原料，采用2.5MPa航天炉制气；全低温变换；湿法脱硫；2.2MPa变压吸附（PSA）脱碳；精脱硫；汽轮机驱动往复式压缩机压缩；12MPa联醇；31MPa甲烷化流程及氨合成。尿素生产采用较先进的CO2气提法，海德鲁公司流化床大颗粒尿素造粒工艺。4.1煤气化装置4.1.1煤气化装置技术方案的选择本项目煤气化装置以XX及周边地区无烟粉煤为原料。煤的灰熔点13501500，灰分含量为30%，水份8%，挥发份14%，固定碳51.3%，全硫0.5%，灰熔点和灰份含量均较高。以无烟煤粉为原料54、，气化工艺一般分为三种类型：固定床气化、流化床气化、气流床气化。（1）固定床气化炉国内以常压固定层间歇煤气化技术最为常见。该技术成熟可靠，投资较省，设备全部国产化，但需用无烟块煤或型煤，生产强度小，“三废”排放量大，原料利用率低，能耗较高。其它常压气化技术还有K-T炉气化技术、恩德炉气化技术等等，与当代先进的煤气化技术相比均存在较大的差距，已经不是煤气化技术发展的主流。（2）流化床气化炉为国内第二代煤气化技术，采用粉煤为原料，用氧化剂（氧气或空气、蒸汽）从床底吹入，使床体的煤产生沸腾气化，保持温度在1000左右，实现煤的破粘、挥发物逸出、气化和灰的团聚成球，借助重力的差别达到灰球与煤粉的分离，55、并连续排出含碳量低的灰渣，煤气夹带的飞灰被送到旋风分离器中除去，再返回炉内气化。在国内具有典型代表的有：恩德煤气化技术和中科院山西煤化所的灰熔聚粉煤气化都实现了工业化装置生产，但规模都较少，最大炉型为每台年产48万吨合成氨能力生产。（3）气流床气化炉属国外第二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12001700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。气化所使用的煤种比上述二种工艺的范围更广泛。它气化效率高、碳的转化率更高，煤气中有效成分（CO+H2）高。具有典型代表的有壳牌（Shell）干粉煤加压气化工艺、德士古（Texaco、TGP）水煤浆56、气化工艺和鲁奇（Lurgi）加压气化工艺。当代煤气化技术发展方向是纯氧加压连续气化，最具代表性的工艺有Texaco水煤浆气化技术、Shell干煤粉气化技术、lurgi技术、航天炉煤气化技术等。4.1.1.1国外先进煤气化技术目前比较先进的第二代煤气化工艺技术主要有：美国GE公司的Texco水煤浆加压气化工艺、美国Dynegy公司的Destec加压气化工艺、荷兰壳牌公司的SCGP粉煤加压气化工艺与德国Lurgi公司的Lurgi碎煤加压气化工艺等。这几种技术的共同特点是能够实现煤炭的洁净高效利用，其中，碳的转化率均在95%以上，污染物排放接近于零，但均为国外专利技术，专利费用昂贵，运行费用高。（157、）美国GE公司的Texco水煤浆加压气化工艺Texco工艺采用水煤浆进料，气化炉主要结构是水煤浆单喷嘴下喷式，制成6065%浓度的水煤浆，在气流床中加压气化，水煤浆与纯氧在高温高压下发生部分氧化反应生成煤气，液态排渣。使用气化压力在2.76.5MPa，气化温度在13001400，CO+H2达80%以上。世界上Texco气化炉单炉日最大投煤量为2000t/d，Texco煤气化过程对环境污染影响较小。根据气化后工序加工不同产品的要求，加压水煤浆气化有三种工艺流程：激冷流程、废锅流程和废锅激冷联合流程。对于合成氨生产多采用激冷流程，这样气化炉出来的粗煤气，直接用水激冷，被激冷后的粗煤气含有较多水蒸气58、，可直接送入变换系统而不需再补加蒸汽，因无废锅，投资较少。如对产品气用作燃气透平循环联合发电工程则多采用废锅流程，副产高压蒸汽用于蒸汽透平发电机组。对产品气用作羟基合成气并生产甲醇仅需要对粗煤气进行部分变换，通常采用废锅和激冷联合流程，亦称半废锅流程即从气化炉出来粗煤气经辐射废锅冷却到700左右，然后用水激冷到所需要的温度，使粗煤气显热产生的蒸汽能满足后工序部分变换的要求。Texco气化技术经过近30年的应用，无疑是成熟的技术。我国引进该技术最早的是山东鲁南化肥厂于1993年投产，后来又有若干厂使用。我国应用也已十多年，从技术的掌握和操作的熟练，设备的国产化和配套的耐火材料的制造都有较大优势。59、它的主要优点是水煤浆气化，较容易把压力升上去。如南化的气化炉压力达到了8.4MPa，这样就可实现不需压缩直接合成甲醇，节省了压缩能耗。神华集团煤制油公司技术顾问陈家仁指出，Texco气化技术存在的主要不足也与水煤浆有关，水煤浆中含有40%的水，使它的热值降低。对煤质的限制变得较严格，如成浆性差的煤、灰分较高、灰熔点高的煤经济性较差；气化效率相对较低，碳转化率约为95%。比氧耗是各种气流床气化工艺中最高的，约为400标立方米/千立方米（CO+H2）；必须采用热炉壁，每炉耐火砖要50万美元，进口的要100万美元，寿命不到2年。价值15万美元的喷嘴只能运行2个月左右就要拆下修理。（2）壳牌（Shel60、l）干粉煤加压气化工艺（SCGP）Shell干煤粉气化工艺是壳牌（Shell）公司开发的一种先进的气化技术，该技术采用纯氧、蒸汽气化、干粉进料，气化温度达14001700，碳转化率99，有效气体（CO+H2）90以上，液态排渣，采用特殊的水冷壁气化炉，使用寿命长。采用废锅流程，可副产高压蒸汽。采用干粉气化，氧耗量较低，但需要氮气密封，气化压力不能太高；气化炉（带废锅）结构复杂庞大；设备费及专利费均较高。Shell 粉煤气化工序由以下主要单元组成：磨煤及干燥、煤粉加压及进料、煤气化、除灰、湿洗、除渣、废水汽提及澄清等。Shell气化炉为立式圆筒形气化炉，炉膛周围安装有由沸水冷却管组成的膜式水冷壁61、，其内壁衬有耐热涂层，气化时熔融灰渣在水冷壁内壁涂层上形成液膜，沿壁顺流而下进行分离，采用以渣改渣的防腐办法，基本解决了高温耐火材料损坏严重和检修频繁的难题。水冷壁与筒体外壳之间留有环形空间，便于输入集水管和输出集汽管的布置，便于水冷壁的检查和维修；环形空间内充满250300温度的高压合成气。具有以下优点： 气化炉内部采用膜式水冷壁，可承受较高的气化温度。对原料煤的灰熔点限制较少。 碳转化率高，碳转化率99 %。 由于是干粉进料，粗合成气中有效气（CO+H2）浓度高于90%，CO2含量低。 气化效率高，原料煤及氧气消耗低，原料利用率高。 单炉能力大、运转周期长、无需备用炉，生产连续性好。 多组62、对列式烧嘴配置，可以通过关闭一组或多组烧嘴来调整合成气的产出量，操作弹性大。 合成气比较清洁，高温气化的气体中不含焦油、酚等有害物质，便于合成气的净化处理。 环保上的优点：正常生产时，基本无废气排放；由于绝大部分工艺水可以循环使用，排放废水较少。在高温下产生的熔渣性质稳定，对环境影响较小，还可以作建筑材料。 工艺技术先进可靠，已在荷兰Demkolec成功建设了一套单炉日处理煤量2000吨的气化装置，用于联合循环发电。Shell工艺存在的不足是： 入炉煤采用气流输送，限制了气化压力的进一步提高，压力限制在24MPa，水煤气经变换、净化后需经进一步压缩后方可进行甲醇合成。 该技术目前只有两套以煤为63、原料大型装置运行，用于联合循环发电，工业化的经验不多，技术须依赖进口，国内技术支撑率低。国内有四套Shell气化装置正在建设，另有几个项目也签了引进合同。但从实际建设情况看，气化炉供货周期不少于18个月，关键设备国产化率低，使得Shell气化装置投资高，建设周期长，也加大了投资的风险。（3）德国Lurgi公司的Lurgi碎煤加压气化工艺Lurgi工艺是最早工业化的加压气化工艺，使用Lurgi技术的工业装置较多，操作经验最丰富。该技术虽然能连续加压气化，但由于气化温度较低（1000），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64、，因而原料利用率低，尽管筛分下来的粉煤可以配燃煤锅炉加以利用。应当指出的是，上个世纪九十年代此技术经过英国煤气公司和鲁奇公司联合攻关，开发出了一种新的炉型-BGL炉，变干粉排渣为熔融排渣，气化效率和气体成分有了很大改进，污染问题也有所改善，目前有一台能力日处理500吨煤的示范炉在德国运行，原料为城市垃圾与煤混烧。由于BGL炉与传统鲁奇气化炉在气化温度上变化不大，生成气中甲烷及氮气含量仍然很大，对于生产甲醇来说，意味着大量合成气要放空，煤耗和功耗都要增加；其次，煤气净化流程变长，且三废治理难度加大，故不推荐做为大型煤气化项目的气化技术。4.1.1.2国内研发的煤气化技术（1）华东理工大学的四喷嘴65、水煤浆气化技术华东理工大学四喷嘴水煤浆加压气化技术是为了避开Texco专利而开发的技术，其核心是将Texco气化炉顶部单喷嘴燃烧改成侧壁四个喷嘴对烧形式，类似于气流床电站锅炉的燃烧器布置。其优点在于节省了购买Texco专利的费用；但其工艺仍属于水煤桨气化，对原料煤的要求同样无法实现本地化，难以进行规模推广。（2） 西北化工研究院的灰融聚气化技术西北化工研究院的灰融聚气化技术属于流化床技术，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1100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，操作温度约为1000，66、反应压力为0.03MPa（G）。气化炉是一个单段流化床，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。主要的缺点是合成气中（CO+H2）为6872，有效气体成分较低，其次是气化压力低、单炉产气量小、碳转化率低、含尘高、消耗高，难以同先进的水煤浆或粉煤加压气化技术相比。（3）航天炉（HT-L）粉煤加压煤气化技术大规模高效煤气化技术作为煤炭资源利用的基础和瓶颈，其核心技术至今仍被国外所垄断。发展我国具有自主知识产权的先进煤气化技术，建设67、具有产业规模的煤气化技术示范工程，是提高我国洁净煤技术创新能力，促进具有自主知识产权创新成果转化和装备集成创新的有效途径，对于推动我国洁净煤气化技术及其产业化的发展具有重大的带动作用。HT-L粉煤加压煤气化技术吸收了国外先进煤气化技术的优点，充分利用航天特种技术优势与航天石化装备的研发成果，自助研发HT-L气化炉、气化燃烧器等煤气化关键设备，采用成熟的化工工艺，形成了具有自主知识产权的航天炉煤气化成套技术。其特点如下： 采用粉煤作原料，适应我国煤炭资源分布广、种类多的特点。 采用气流床加压气化和水冷壁结构，气化压力4MPa，气化温度1400以上，满足高效利用煤炭的技术要求。 采用激冷流程及灰渣68、水循环利用等技术，能够实现合成气灰分、硫等有害元素的有效处理和灰渣的综合利用，达到洁净环保要求。 全部设备国产化，成套工艺技术拥有自主知识产权，建设一次性投资少，运行维护费用低，便于在发电、化工等领域推广。 目前正在进行包括安徽临泉化工股份有限公司、濮阳龙宇化工等示范项目的建设，2008年上半年的投运将为该航天煤气化技术积累宝贵的运行经验。该HT-L粉煤加压煤气化技术达到了煤气化技术的国际先进水平，满足我国对大规模高效煤气化技术的需求，能替代国外煤气化技术，对于促进我国煤炭资源的洁净高效利用核心技术的自主创新具有重大的战略意义。各种煤气化技术综合性能比较见下表4.1-1。表4.1-1 煤气化技69、术综合性能比较表项 目HT-LTexacoShell气化压力2.54.03.06.52.04.0气化温度140019001300140014001600单炉最大投煤量t/d200020002000气化炉型式及特点冷壁炉、干粉煤供料,多喷嘴对喷,承压外壳内有水冷壁, 冷激流程，结构简单易制造。副产中压饱和蒸汽。热壁式、水煤浆供料，顶部单喷嘴，热壁， 耐火衬里,冷激流程（用于IGCC时有废锅流程）,除喷嘴外全为碳钢，不产蒸汽。冷壁炉、干粉煤供料,下部多喷嘴对喷,承压外壳内有水冷壁,废锅流程，充分回收废热产蒸汽，材质碳钢、合金钢、不锈钢，结构复杂，副产中压饱和蒸汽和过热蒸汽。原料煤输送形式干煤粉，气70、体输送65%水煤浆，泵输送干煤粉，气体输送气化剂氧氧氧排渣液态排渣液态排渣液态排渣碳转化率，99969899有效成份(CO+H2) ，%928090每kNm3(CO+H2) 氧气消耗310360410430330360冷煤气效率，%8370767883煤气化热效率，%968696环境影响友好友好友好气化煤种气化原料煤几乎涵盖从褐煤到无烟煤的所有煤种可以实现原料煤本地化对煤种要求高（灰熔点低于1250度，成浆性好），无法实现原料煤本地化气化原料煤几乎涵盖从褐煤到无烟煤的所有煤种可以实现原料煤本地化电耗低低因有激冷气压缩机和反吹气压缩机，所以电耗较高气化炉是否备用否是否设备费、专利费等总体费用最低71、最高较高综上所述，国际上先进的洁净煤气化技术无论是壳牌公司的加压粉煤气化工艺，还是GE公司的Texco水煤浆气化工艺，以及近期进入我国的GSP工艺，均为国外专利技术，专利费用昂贵，部分关键设备依赖进口，投资大，技术支持难。以上两种技术在国内较大型的氮肥和甲醇行业虽已经有一定数量的引进，但不易在国内推广应用。因此，无论是从技术经济角度考虑还是国家能源战略安全角度考虑，都应该开发具有自主知识产权的高效、洁净、煤种适应性广的煤气化技术。HT-L粉煤加压煤气化技术充分吸收了当今世界水煤浆和壳牌两大先进煤气化技术的优点，利用航天十一所自主知识产权的粉煤气化炉，和工艺成熟的备煤、输煤系统、余热回收系统、水72、处理系统，具有易实现原料煤本地化、工艺路线先进、投资少、关键设备国产化的特点。选择具有自主知识产权的高效洁净的煤气化技术，对提升企业装备技术水平，增强市场竞争力具有特别重要的意义。因此，本项目采用HT-L粉煤加压煤气化技术进行制气。4.1.1.3磨煤及干燥技术方案煤磨粉及干燥在国内外电力、冶金、建材、化工等行业应用广泛，常采用的流程有中间贮仓式或直吹式两种流程。电力行业等大型锅炉通常采用直吹式流程；冶金、建材、化工等行业通常采用中间贮仓式流程。干燥介质（热风或热烟气）通入磨机中，在磨煤制粉的同时将煤粉干燥，磨粉和干燥后的煤粉由出磨的热气体吹出，经粗粉分离器分选，合格的煤粉与气体分离后，收集贮存73、到中间贮仓，供生产装置使用。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，可磨性系数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，本项目选用辊盘式中速磨。我国自二十世纪八十年代以来，大中型电站开始采用中速磨煤机，目前已装机800余台。开始是进口磨机，接着是合作制造74、，先后有北京电力设备总厂和沈阳重型机械厂从德国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。综上所述，结合原料煤的煤质，本项目采用“一级磨粉干燥一级煤粉分离收尘中间贮仓”的工艺技术。磨机采用引进国外制造技术（如德国Babcock公司MPS型磨机制造技术和美国CE公司的HP型磨机制造技术）、国内生产的辊盘式中速磨煤机。煤磨粉和干燥在中速磨中一次完成，采用2套中速磨制粉系统，1开1备；循环飞灰返回磨机，湿细渣75、返回煤场，同原煤一同进入碎煤仓。本项目备煤装置的干燥介质拟采用热惰性气体，补充部分氮气和空气以控制氧含量。为减少煤尘排放量和热量消耗，干燥介质大部分循环，部分排放。干燥用热介质由燃气热风炉提供。热风炉产生的热烟气与干燥介质循环气、补充氮气和空气的混合气体（热惰性化气体，氧含量不超过8%），热风炉燃料采用氨醇装置中放空气、闪蒸气。开工用燃料为柴油。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。近年来，冶金、建材引进美国的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76、统的收尘，省掉细粉分离器、旋风收尘器，采用一级分离收尘，其出口排放浓度小于100g/Nm3。国内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。在消化吸收国外技术的基础上，国内有关研究单位和除尘设备生产厂又开发研制的长袋低压脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收尘器，袋长可达6m，与Fuller的气箱脉冲袋式收尘器相比，具有以下特点： 滤袋长达6m，在相同过滤面积下，设备占地小，灰斗数量少； 滤袋接口采用弹性胀圈嵌入式结构，密封性能好，无泄漏，收尘效率更高，其出口排放浓度可达到50mg/Nm3； 滤袋采用防静电针刺毡制造77、，孔隙率高，过滤效果好，透气性好； 压缩空气（或氮气）以脉冲喷吹方式在瞬间喷入滤袋，其清灰强度数十倍于反吹或振打方式，清灰能力强，设备阻力小； 喷吹压力低，气源压力只需0.150.2MPa，在清灰强度相同的条件下，仅为高压脉冲喷吹压力的1/31/4； 完善的自控系统，以可编程控制器作核心的电脑控制系统具有全面的控制和监测功能，其抗干扰性能强，在环境温度较高或较低及粉尘干扰的条件下能稳定工作。因此长袋低压脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收尘器适用于磨煤制粉的一级分离收尘，该设备已生产各型共40余台在武钢、鄂钢、鞍钢、承钢、邯钢、湘钢、攀钢等钢铁企业的高炉喷烟煤粉系统中应用，效果良好。通过以上分析，本项目煤78、粉分离收集方式拟采用一级分离收集方式，煤粉收集拟选用国内开发研制的高浓度煤粉袋式收集器。主要操作条件如下：（1）煤粉粒度： 90m 90% 5m 10% 水分： 2%（2）磨机出口温度： 105（3）循环气氧含量（湿基）： 8%（体积） 露点： 704.1.1.4煤粉加压给料技术方案采用锁斗高压二氧化碳加压，高压煤粉给料仓输送的给料技术。4.1.1.5二氧化碳压缩技术方案设置CO2压缩工序向煤气化工序提供输送煤粉用的二氧化碳气体。煤气化工序输送煤粉CO2气用量为8000Nm3/h，进气压力0.12MPa(A)，排气压力为3.0MPa(A)，从技术和经济方面考虑本项目推荐采用往复式压缩机。4.179、.2煤气化装置工艺流程及消耗定额4.1.2.1概述本项目采用HT-L粉煤加压气化技术，煤气化装置由如下工序组成： 磨煤及干燥工序 煤粉加压及进料工序 煤气化工序 灰水处理工序 公用系统（包括二氧化碳压缩等）HT-L粉煤加压气化技术利用航天十一所自主知识产权的粉煤气化炉，煤气化装置各工序工艺技术方案、工艺流程、主要设备选型由技术专利持有方提供，见工艺流程方框简图。煤气化装置工艺流程方框图见图4.1-1。图4.1-1 煤气化装置工艺流程方框简图4.1.2.2工艺流程说明 磨煤及干燥合格粒度的原料煤（包括湿渣和无烟煤）由原料贮运系统通过胶带输送机送入磨前碎煤仓。碎煤仓中的无烟煤通过称重给煤机送到煤磨80、中磨粉，同时根据无烟煤的流量，石灰石仓中的石灰石粉按一定比例配到磨煤机中混磨。若飞灰循环时，来自飞灰缓冲仓的飞灰也按比例加入磨中。从热风炉送来的热烟气送入磨煤机中对煤粉进行干燥，在磨粉的同时，经旋转分离器分选，将干燥后合格的煤粉吹入煤粉袋式过滤器分离收集，经旋转给料器、螺旋输送机送入煤粉贮仓中贮存。分离后的尾气经循环风机加压后，大部分循环至热风炉循环使用，部分排入大气。为控制系统惰性化，设置O2、CO浓度在线分析仪，根据要求补充氮气。 粉煤加压及给料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，使煤粉贮仓的煤粉自流进入煤粉锁斗，料满后关闭上阀，通入高压81、氮气加压后打开下阀使煤粉自流进入煤粉给料仓中，卸完后关闭下阀，排出氮气降至常压，再循环上述过程。煤粉给料仓中的煤粉用高压CO2由管道以浓相输送进入气化炉烧嘴。锁斗减压或气化炉烧嘴调试排气经煤粉仓装料滤器过滤，收集的煤粉进入煤粉贮仓，气体排入大气。（3）煤气化来自粉煤给料罐的粉煤，用氮送至煤气化烧嘴。同时，来自空分的加压氧气经预热后也进入气化烧嘴。煤在气化炉内与气流（蒸汽稀释的氧）高温燃烧反应生成合成气、飞灰和渣。气化炉是一个安装在压力容器内的一种膜壁反应器。气化炉内的燃烧温度设定为15001650，2.5MPa(G)，比灰渣流动温度(FT)高100150。在此温度、压力下，不仅能够保证炉内碳的82、转化率达到99%，同时，灰渣有比较好的流动特性。炉内盘管水冷壁可以将粉煤部分燃烧热回收，转化为中压蒸汽（约5.2MPa（G）输出。在盘管内维持一个强制的水循环，保证水的循环倍率控制在一个合理的范围之内。气化炉气化室排出的高温合成气和熔渣经急冷环被水急冷后，沿下降管导入急冷室进行水浴，熔渣迅速固化，合成气被水饱和。急冷环通入急冷水，此水通过急冷环上均布的孔喷入水环形成分布板后，沿分布板均匀分布，使下降管管壁上形成一层水膜。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，除去残余的飞灰。产生的灰渣留在水中。大部分渣从底部以熔渣形态离开气化炉，用水激冷，再经破渣机并通过渣锁斗系统定83、期排出界外。收集在渣池中的渣经链式捞渣机使其与水分离后，用汽车运至中间渣场。 灰水处理本工段将气化来的黑水及洗涤塔来的灰水进行渣水分离，处理后的水循环使用。从气化炉和洗涤塔排出的高温黑水经高压、低压、真空闪蒸被浓缩后进入沉降槽，水中加入絮凝剂使其加速沉淀。沉降槽底部的细渣浆经泵抽出送往压滤机过滤，滤液回用，滤饼由汽车拉出厂外。闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入热回收工段低温冷凝液汽提塔。低压闪蒸气送除氧器，沉降槽上部清水溢流至灰水槽，由低压灰水泵送至除氧器，少量灰水作为废水排往厂区污水处理站。除氧后的灰水经洗涤塔给水泵加压后与高压闪蒸罐顶排出的热气84、体换热后送洗涤塔循环使用。 公用系统A 氮气系统（包含合成气反吹系统和二氧化碳输送系统）从空分来的超高压N2（5.2MPa）进入高压氮气缓冲罐，正常生产时减压至3.0MPa输出。减压后高压氮气与来自空分的3.0MPa氮气一起由高压氮气分配系统通过管网送往各个用户。从空分来的低压氮气（0.56MPa）分为二股，一股供磨煤用，另一股供煤气化装置的其它低压氮气用户。由于气化系统许多设备为间歇操作，当出现峰值消耗时，氮气用量可通过高压氮气系统进行调节。另外多余的高压氮气也将送到低压氮气系统，并最终排放到大气中去。B 循环水系统中压循环水泵的事故补充冷却水由事故冷却水泵补充。C 工艺水系统贮存在工艺水缓85、冲槽的工艺水，由低压工艺水泵送出低压工艺水，由高压工艺水泵送出高压工艺水，由事故密封水泵送出事故密封水。贮存在循环水缓冲槽的循环水由循环水泵送出。D 工厂空气和仪表空气系统煤气化装置用的工厂空气和仪表空气由空分装置提供。E 二氧化碳压缩工序从变压吸附脱碳工序来的CO2气体，压力约0.12MPa(A)，进入CO2气体分离器，将气体中的液滴分离出来后进入CO2气体压缩机一段进口，经4段压缩后，气体压力升为3.0MPa(A)，送煤气化工序使用。4.1.2.3主要设备一览表 磨煤机根据原料煤挥发分较低、水分低、燃点低、可磨性低的特点，按MPS磨机的选型计算方法，初步计算选用出力为60t/h的中速辊盘磨86、煤机2台（1开1备）。根据相关工程经验，对于气化要求的煤粉，煤试磨出力与计算出力的差别较大。在进行工程设计前，应进行磨粉试验，以便工程设计选择磨机规格。 煤粉加压给料仓为节省投资，气化炉设置4个喷嘴，煤粉加压给料系统按两个系列设计。 气化炉 1台（日投煤量1350吨） 二氧化碳压缩机 开1备1进口温度：40进口压力：0.12MPaA排气压力：3.0MPaA排气量：8000Nm3/h4.1.2.4煤气化装置主要消耗定额表4.1-2 主要消耗定额表序号名称及规格单位小时消耗备注一原材料1原料煤（含碳51.63%）t54.652助熔剂（石灰石）t1.89二动力1电kWh81402蒸汽中压蒸汽5.0087、MPa，饱和t-69.76副产中压蒸汽5.20MPa，饱和t3.96中压蒸汽3.0MPa，300t20.87低压蒸汽1.3MPa，158t4.53循环冷却水0.5MPa，32t82114锅炉给水t73.35回收蒸汽冷凝液t-8.64副产6一次水0.5MPa，25t137仪表空气0.7MPa，32Nm3649.88氧气（O2=99.6%）3. 0MPa，40Nm3210009高压氮气 3.0MPaNm3400010中压氮气 0.46MPa 常温Nm3200011CO2气 3.0MPaNm380004.2氨醇装置本工程利用煤气化装置制备的粗煤气（P=2.5MPa）生产醇氨，氨醇装置工艺技术方案采用88、较先进、成熟、可靠的工艺技术方案，即：2.5MPa全低温变换；湿法脱硫；2.2MPa变压吸附（PSA）脱碳；精脱硫；汽轮机驱动往复式压缩机压缩；12MPa联醇；31MPa甲烷化流程及氨合成。全厂物料平衡表见附图，各工序工艺技术方案、工艺流程、主要设备选型、主要原材料动力消耗分述如下。4.2.1一氧化碳变换4.2.1.1工艺技术方案 催化剂的选择变换催化剂主要有Fe-Cr、Cu-Zn、Co-Mo三大系列。变换催化剂的选择取决于粗煤气条件和变换深度。本项目煤气化工序生产的粗煤气中CO含量高达68（干基），总硫含量约0.21%，压力2.5MPa；因此，本项目变换工序的特点是操作压力较高，粗煤气中硫含89、量较高，反应温升较高，要求变换催化剂耐压、耐硫、耐高温。Fe-Cr系变换催化剂操作温度在320500，起活温度较高，抗硫中毒能力差，有最低水气比要求，蒸汽消耗较高，不适合本项目。Cu-Zn系变换催化剂操作温度在190240，允许变换温升较小，抗硫中毒能力极差，适用于总硫含量低于0.1ppm的气体，不适合本项目。Co-Mo系变换催化剂操作温度在240480，起活温度较低，操作温区较宽，抗硫中毒能力极强，对总硫含量无上限要求，一般情况对水气比也无要求，在合理分段的情况下蒸汽消耗较低。因此，本工序推荐采用Co-Mo系耐硫变换催化剂。 变换催化剂的分段由于高浓度的CO在高温、低水汽比情况下会发生甲烷化90、幅反应，因此为了防止因高温发生甲烷化副反应，降低水汽比，减少蒸汽消耗，本工序变换催化剂宜按如下方式分为二段：70%粗煤气进入第一变换炉，变换催化剂采用EB-6，水汽比为1.1。30%的粗煤气与第一变换炉出来的变换气混合后进第二变换炉，第二变换炉催化剂采用QCS-04。第一变换炉出口变换气进第二变换炉和第三变换炉前用工艺冷凝液激冷，达到节约中压蒸汽同时调整水汽比的目的。 变换余热回收由于本工序原料气中CO含量较高，变换余热较多。根据全厂热平衡，本工序的余热用于过热中压饱和蒸汽、副产低压蒸汽和预热除盐水。4.2.1.2工艺流程说明来自煤气化湿洗工序的160、3.8MPa(a) 的粗煤气分为两部分，91、一部分至醋酸装置，另一部分进入甲醇装置变换工序的原料气分离器，分离夹带的水分后分为两股，其中一股与出锅炉给水换热器的变换气混合以调节变换气中的H2、CO和CO2之间的比例；另一股经过煤气预热器与来自第二变换炉的变换气换热，然后去换热器中与来自第一变换炉的变换气换热后又分为两股，其中一股与来自换热器的变换气混合后进增湿器；另一股与过热蒸汽混合后进入第一变换炉进行变换反应。出第一变换炉变换气温度460，CO含量9.8%(vol,湿基)，然后通过换热冷却进入增湿器用工艺冷凝液激冷，再进第二变换炉继续进行变换反应。出第二变换炉变换气温度390，CO含量5.3%(vol,湿基)。依次经煤气预热器、低压废92、锅副产低压蒸汽、锅炉给水换热器预热锅炉给水，进入变换气分离器分离水后，进入除盐水换热器回收热量后，入变换器水分离器，分离水后进入变换气水冷器被冷到40分离水分后去酸性气体脱除工序。4.2.1.3主要设备选型1) 第一变换炉 1台2800mm，选用热壁炉催化剂装填量：EB-6，27m3。设计温度：480设计压力：3.0MPag2) 第二变换炉 1台4200mm，选用热壁炉催化剂装填量：QCS-04，90m3。设计温度：380设计压力：4.08MPag4.2.1.4催化剂和化学品消耗表4.2-1 催化剂和化学品消耗序号名称规格单位初始装填量设计寿命l变换催化剂EB-16m3273年2变换催化剂QC93、S-04m3903年4.2.1.5公用工程消耗表4.2-2 公用工程消耗序号名称规格单位小时消耗l冷却水0.5MPaA，32t397.52工艺蒸汽3.51MPaA，300t35.43锅炉给水0.8MPaA，90t27.54电380VkWh51.845变换蒸汽0.6MPa，饱和t-26.24.2.2脱硫工段4.2.2.1概述煤气中的H2S及有机硫，经变换后部分有机硫转化为无机硫（H2S），需要对变换气进行脱硫操作，使其满足后续工段要求。本项目采用以栲胶为催化剂的Na2CO3溶液脱硫工艺，与其他脱硫方法相比，栲胶脱硫具有以下特点： 我国栲胶资源丰富，原料易得，价格低廉； 脱硫液无毒性，脱硫性能稳定94、； 栲胶组分中的羟基能与四价钒离子生成可溶性络合物，可有效地防止溶液中“钒-氧-硫”沉淀，从而降低钒消耗； 在脱硫过程中，栲胶类物质逐渐水解为分子量较低的物质，这些酚类降解产物仍具有脱硫能力，使得栲胶脱硫效率较高，对吸收H2S的选择性较好，再生较为容易；脱硫的副产品-硫膏颗粒粗大疏松，粘着性低，易于浮选，不易堵塔。栲胶脱硫动力消耗低，操作费用低，再生彻底，环境污染小。4.2.2.2工艺流程说明自变换工段来的变换气由脱硫塔低部进入脱硫塔，与塔上喷淋下的脱硫液逆流接触，变换气中的H2S被脱硫液吸收，变换气中H2S降至20mg/m3以下，经气液分离器送往脱碳工段。吸收了H2S的富液从塔底出来，经液封95、进入富液槽，由富液泵送入氧化再生槽喷射器，在喷射器内完成部分再生反应进入再生槽，硫磺以泡沫形式溢流至泡沫槽，由泡沫泵送入熔硫釜，副产硫磺，熔硫液排入地下槽，由脱硫液制备泵送入系统。4.2.2.3主要工艺控制指标（1）压力：系统压力：2.5MPa闪蒸槽压力：0.3 MPa（2）温度： 溶液温度：405（3）气体成分： 出口H2S20mg/Nm34.2.2.4主要设备选型脱硫塔：取入脱硫塔变换气压力：2.3MPa、温度：30。根据物料衡算，操作状态下变换气流量为（干气）： 106707.55（273+40）/273）（0.1/2.4）=5097.6（m3/h）根据生产经验，取脱硫塔空塔气速0.1m96、/s，则脱硫塔塔径为：（5097.6/3600）0.7850.10.5=4.24（m）则选取1台4400 H=30m的脱硫塔。4.2.2.5原材料及动力消耗脱硫工段原材料及动力消耗见表4.2-3。表4.2-3 原材料及动力消耗序号名称规格单位小时消耗备注1电380Vkwh1958.42蒸汽0.5MPat1.443五氧化二钒kg0.8644碳酸钠kg34.565栲胶kg2.886硫磺kg124副产4.2.3变压吸附脱碳工段4.2.3.1概述在脱碳工段，从气体中分离出CO2，用于尿素的生产，同时为氨的合成净化原料气。本项目采用四川天一科技股份有限公司变压吸附分离工程研究所的变压吸附分离技术，包含P97、SA-100#和PSA-200#两段。净化气中CO2含量可达到0.5%；用于尿素生产的CO2产品纯度：98.5%。4.2.3.2工艺流程说明变换气在压力2.2MPa（表）、温度40下进入变压吸附装置。通过水分离器除去游离水后送入PSA-100#变压吸附装置，PSA-100#采用20-6-8&R/V工艺流程。在PSA-100#变压吸附装置中，任一时刻总是有6台吸附器处于吸附步骤，由入口端通入原料气，在出口端获得CO2含量为9.0%的半产品气。每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、第1级压力均衡降(E1D)、第2级压力均衡降(E2D)、第3级压力均衡降(E3D)、第4级压力均衡降(E4D)、第598、级压力均衡降(E5D)、第6级压力均衡降(E6D)、第7级压力均衡降(E7D)、第8级压力均衡降(E8D)、逆向放压(D)、抽真空（V）、预升压（R）、第8级压力均衡升(E8R)、第7级压力均衡升(E7R)、第6级压力均衡升(E6R)、第5级压力均衡升(E5R)、第4级压力均衡升(E4R)、第3级压力均衡升(E3R)、第2级压力均衡升(E2R)、第1级压力均衡升(E1R)和最终升压(FR)。吸附器所有的压力均衡降都是用于其它吸附器的压力均衡升以充分回收将被再生吸附器中的有效气体（H2、N2）。逆放步骤排出了吸附器中吸留的部分CO2组分，剩余的CO2通过抽空步骤进一步解吸，解吸的CO2送入CO299、缓冲罐经增压后作为尿素生产使用。CO2含量为9.0%的半产品气再送入PSA-200#变压吸附装置，PSA-200#采用20-6-8&PP/V工艺流程。在PSA-200#变压吸附装置中，任一时刻总是有6台吸附器处于吸附步骤，由入口端通入原料气，在出口端获得CO2含量为0.5%的净化气。每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)、第1级压力均衡降(E1D)、第2级压力均衡降(E2D)、第3级压力均衡降(E3D)、第4级压力均衡降(E4D)、第5级压力均衡降(E5D)、第6级压力均衡降(E6D)、第7级压力均衡降(E7D)、第8级压力均衡降(E8D)、逆向放压(D)、抽真空（V）、第8级压力均衡升(E8100、R)、第7级压力均衡升(E7R)、第6级压力均衡升(E6R)、第5级压力均衡升(E5R)、第4级压力均衡升(E4R)、第3级压力均衡升(E3R)、第2级压力均衡升(E2R)、第1级压力均衡升(E1R)和最终升压(FR)。吸附器所有的压力均衡降都是用于其它吸附器的压力均衡升以充分回收将被再生吸附器中的有效气体（H2、N2）。逆放步骤得到的部分解吸气通过缓冲罐后返入PSA-100#变压吸附装置作为升压气使用，剩余的杂质通过抽空步骤进一步解吸，解吸气送入燃料管网作为燃料。净化气经净化气缓冲罐后在较为稳定的流量和压力下输出进入后续工段。4.2.3.3主要工艺控制指标（1）压力：变换气入系统：2.152101、.25MPa脱碳气出系统：2.0 MPaCO2气出系统：0.02 MPa（2）气体成份：净化气CO20.5% CO2气含量：98.5%4.2.3.4主要设备选型根据物料衡算，脱碳装置设计处理气量为：1069707.55 Nm3/h（脱碳前）。本工程脱碳装置由四川天一科技股份有限公司成套提供，处理原料气流量130000 Nm3/h。4.2.3.5原材料及动力消耗变压吸附脱碳工段原料及动力消耗见表4.2-4。表4.2-4 原料及动力消耗序号名称规格单位小时消耗1电220Vkwh7.2电380Vkwh16332仪表空气0.7MPaNm31803冷却水0.5MPa ，32t1184.2.4精脱硫工段4102、.2.4.1概述为保证原料气中硫含量满足双甲精制及氨合成的要求，需对脱碳气进行精脱硫处理，出工段精脱硫气进入由蒸汽透平驱动的压缩机。4.2.4.2工艺流程说明自脱碳工段来的脱碳气含H2S约6mg/Nm3，经气水分离器进入T102活性碳床，脱除H2S后进入T104转化吸收精脱硫床，脱除有机硫。气体总硫降至0.1ppm以下。由空分来的氮气补入符合氨合成要求的氮气，由物料平衡表可知补入氮气量14474.23 Nm3/h。4.2.4.3主要工艺控制指标（1）脱硫气进口压力2.1MPa（2）气体成份：出口总硫0.1ppm4.2.4.4催化剂消耗表4.2-5 催化剂和化学品消耗序号名称规格单位初始装填量设103、计寿命l精脱硫剂T102m3401年2精脱硫剂T104m3301年4.2.5压缩工段4.2.5.1概述氮氢气压缩机将气体由2.0MPa升压至氨合成压力（31.4MPa），采用4.9MPa.蒸汽驱动，同时抽取1.27MPa及0.5MPa压力等级蒸汽。4.2.5.2工艺流程说明由精脱硫工段送来的气体经补充氮后压力2.0Mpa，净化气经一段入口缓冲器并分离水分后进入一段缸，压缩至4.0MPa经缓冲器、冷却器、分离器进入二段，压缩至9.0MPa经缓冲器、冷却器、分离器进入三段，压缩至12.5MPa经缓冲器、冷却器、分离器进入甲醇化工段，对气体进一步净化后经缓冲器进入四段，四段出来的31.4MPa气体经104、缓冲器、冷却器、分离器后进入烃化工段对气体进行精制，使其体中CO+CO2含量不大于10ppm，送入氨合成工段。4.2.5.3主要工艺控制指标 压力：一入：2.0MPa 一出：3.904.0MPa 二出：8.59.0MPa 三出：11.512.5MPa四出：30MPa 温度：各段入口温度404.2.5.4主要设备选型氮氢气压缩机：需吸入新鲜气量78758.43 Nm3/h压缩机单台吸入气量为460 Nm3/min则需压缩机的台数为：78758.43 /（60x460）=2.85（台）因此选用压缩机如下：型号： 4M25-23/20-320-BX 4台（3开1备）气体流量：460Nm3/min ；105、轴功率：2700kW配蒸汽汽轮机(双抽冷凝式)型号：CC3-4.9/1.27/0.49 4台额定功率：3000kW ；额定转速：3000r/min进汽参数：4.9MPa/435抽汽参数：1.27MPa/0.5MPa 4.2.5.5原材料及动力消耗压缩工段原材料及动力消耗见表4.2-6。表4.2-6 原材料及动力消耗序号名称规格单位小时消耗l电380kVkWh23.042循环水32t25923蒸汽5.4MPa/435t1564润滑油kg345.65蒸汽1.3MPa/191t-480.5MPa/191-45.386回收冷凝液t62.624.2.6双甲工段4.2.6.1概述氮、氢原料气进入氨合成工段106、，必须控制气体中的CO、CO2总量小于10ppm，以满足氨合成的要求。传统采用“醋酸铜氨液洗涤法”工艺（俗称铜洗法），进行合成氨原料气的净化与精制。一般铜洗前联产甲醇。醇烃化净化工艺，是通过甲醇化反应、烃化（或甲烷化）反应的方法来达到净化精制合成氨原料气的目的，简称醇烃化工艺（或双甲工艺）。此工艺可副产甲醇。醇烃化净化工艺与传统的（联醇）铜洗法相比，双甲(醇烃化)工艺具有节能、物料损耗低、运行稳定、环保等明显的优点： 醇后气采用甲烷化（烃化）工艺，成本仅为催化剂的耗量，节约了铜液、醋酸、自用氨、加热铜液热量、冷冻铜液冷冻量 采用醇烃化工艺，变换气中CO提高，变换操作需要的蒸汽减少，降低了消耗。107、 采用双塔流程和径向反应器，阻力大幅度降低，双甲总阻力只有1.0l.5MPa。 以产醇为主的反应器副产蒸汽，当醇氨比较大时，可减少循环量或不开循环机，能耗低。 可多产甲醇。因为醇后气中CO+CO2由传统流程的1.52降至0.10.3，增加甲醇产量为氨产量的112。 甲醇化和传统联醇投资相当，甲烷化比铜洗设备台数少，占地面积少，投资小。 甲醇化反应温和，触媒使用寿命长 铜洗的微量一般都在20ppm以上，且经常带液，生产运行不稳定，操作过程中泄露的铜液造成环境污染。双甲工艺很好地解决这些问题，生产十分稳定，微量在510ppm，没有液体、气体的渗漏。本次设计采用醇烃化的净化工艺。4.2.6.2工艺流108、程说明来自压缩机的净化后的原料气，CO2含量0.20.5，总硫量0.1ppm；压力13.0MPa（压力的配置与甲醇的产量大小有关，原则上醇产量高时取较低的甲醇压力，反之可取高一点），经气水分离器后，通过醇化预热器（管间），与醇后气进行换热，提温至160180进醇化塔，经塔内换热器（管间）加热至210230，进触媒层反应，进行甲醇化反应。反应后气体温度升至250左右经塔内换热器（管内）出醇化塔，进入废热锅炉产生蒸汽，再经醇化预热器（管内）与压缩来原料气换热降温后进醇化水冷器，进一步降温至40，进醇分分离甲醇。分离的甲醇送往精醇工段，醇后气中CO+CO2含量降至0.2%0.7%去压缩机加压至与氨合109、成相等压力（31.4MPa），进入甲烷化系统（或烃化系统）反应。来自压缩的醇后气经气水分离器分离水分，进烃化预热器（管间）加热，从烃化塔下部进入下部换热器（管间）提温至220240进入触媒层反应，反应后气体温度升至230250经下部换热器（管内）与醇后气换热降温出烃化塔。此时CO+CO2含量降至10ppm以下。烃后气经烃化预热器（管内）、烃化水冷器、烃化氨冷器降温至58入分离器分离水、液态烃后，进入分子筛干燥器，使精制气水份降至5ppm以下，送入合成工段。4.2.6.3主要工艺控制指标醇化：（1）压力：12.013.0MPa（2）温度：床层温度230250（3）气体成分：醇后气CO+CO2：0110、.2%0.7%（4）醇分进气温度：40烷烃化（甲烷化）：（1）压力：进气压力31.4MPa（2）温度： 触媒层温度： 230250氨冷出口气体温度：58（3）气体成分：出口气CO+CO2含量 10ppm出口气水汽含量 10ppm4.2.6.4主要设备选型（1）甲醇塔拟选取2台1400，P=12.5Mpa甲醇塔并联操作，可满足生产要求。（2）烷化塔拟选取1台1400，P=31.4Mpa烷化塔。4.2.6.5催化剂消耗催化剂消耗见表4.2-7。表4.2-7 催化剂和化学品消耗序号名称规格单位初始装填量设计寿命l甲醇合成催化剂C207m3121年2甲烷化催化剂J105m3153年4.2.6.6原材料111、及动力消耗原材料及动力消耗见表4.2-8。表4.2-8 原材料及动力消耗序号名称规格单位小时耗量l循环冷却水32t938.72脱盐水t2.6MPa6.33电380Vkwh3784副产蒸汽2.5MPat-64.2.7氨合成工段4.2.7.1概述氨合成装置为年产30万吨尿素提供原料液氨，装置能力达到年产18万吨合成氨即可满足生产要求。合成装置可副产2.5MPa的蒸汽；装置放空气送往膜分离提氢装置，回收H2。4.2.7.2工艺流程说明自烃化来的31MPa精制的原料气和循环机出口循环气一起进入油分离器，分离油污后分成两股：一股约1525%，从合成塔底部进入（一进），经环隙由下而上从塔顶部出来，和从热交112、出来的一部分被加热的气体混合进入冷管束（约占总量的3040%），被管外反应热气加热后，进入第一、二段床层之间的气体混合器内。另一股气体进入塔外而交的管间，加热至170190，从塔底进入塔内，经塔内换热器加热,再由中心管进入第一段床层反应，温度升至470480，出第一绝热层的气体与冷管束来的冷气混合降温后依次进入第二、三、四段反应，反应后热气温度约430460。经合成塔下部换热器冷却至300340进入废热锅炉，产生1.32.5MPa蒸汽，降温至200进热交换器（管内）。降温至80进水冷却器，温度降至常温进入冷交管间回收冷量，下部分离氨后进入卧式氨冷器，温度降至10左右进氨分离器分离液氨经冷交管内113、换热升温至25进循环机加压与新鲜气混合进合成塔。4.2.7.3主要工艺控制指标（1）压力：系统压力31.4MPa 气氨压力0.25MPa 合成塔压差1.0MPa 循环机压差3.5MPa废锅蒸汽压力：2.52.8 MPa（2）温度： 一段： 470480 二、三、四段：430460 废锅入口：300400热交进口：200（3）气体成份： 塔进口氨含量3% 循环氢5565% 循环气甲烷1216% 进口CO+CO212ppm4.2.7.4主要设备选型（1）合成塔根据物料衡算，液氨产量达到22.5t/h方可满足年产30万吨尿素的配套需要。按照合成氨的生产经验，拟选取1台2000合成塔。（2）循环机拟选114、取4台循环机，开三备一。单机处理气量：10m3/min（3）水冷器换热面积F=1000m24.2.7.5催化剂消耗催化剂消耗见表4.2-9。表4.2-9 催化剂和化学品消耗序号名称规格单位初始装填量设计寿命l合成催化剂A201m3355年2甲烷化催化剂J105m3153年4.2.7.5原材料及动力消耗原材料及动力消耗见表4.2-10。表4.2-10 原材料及动力消耗序号名称单位规格小时消耗1冷却水t3215752脱盐脱氧水t213电kwh380V3784副产蒸汽t2.5MPa20.164.2.8膜分离提氢工段4.2.8.1工艺技术方案甲醇合成放空气中含有高组分的氢气。回收这些气体目前常用的有变115、压吸附（PSA）法和膜分离法。变压吸附法是利用吸附剂对混合气中各组分的吸附容量随着压力变化而呈差异性的特性，由选择吸附和解吸再生两个过程组成交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同温度下进行。阀门的切换由微机自动控制完成，此法的特点是产品纯度高，回收率亦较高、操作费用低；缺点是阀门切换频繁，因而对阀门的性能、自动控制的水平及可靠性要求高。变压吸附压力3.0Mpa，而所产生的尾气压力为0.81.0 Mpa，压力较低。膜分离法即中空纤维膜分离技术，此法是以中空纤维膜两侧气体的分压差为推动力，通过溶解-扩散-解析等步骤，产生组分间传递率的差异而实现气体分离的目的。膜分离法的特点是投资省、占地少、操作简单116、开工率高，其氢回收率略高于变压吸附法，虽然产品纯度比变压吸附法略差，但产品氢气纯度已能满足本项目要求，因此本项目氨的放空气回收氢采用膜分离法。本项目推荐采用国内技术及设备。4.2.8.2工艺流程说明由合成工序来的31 MPa、40的合成放空气减压到8.0MPa进入氨洗涤塔用除盐水洗涤，洗涤塔底部出来的稀氨水去尿素水解装置，顶部气体经分离器分离水分、加热器升温至60后进入膜分离器。在膜两侧气体组分分压差的驱动下，放空气中的H2、N2、CH4等气体选择性通过膜壁，在膜分离器低压侧得到的压力为3.0MPa的富氢气与净化气合并送往压缩机一段入口，非渗透气去煤气化热风炉燃烧。4.2.8.3主要设备选型117、膜分离器：1套处理气量：3884 Nm3/h产品氢纯度：904.2.8.4公用工程消耗原材料及动力消耗见表4.2-11。表4.2-11 原材料及动力消耗序号名称规格单位小时耗量1蒸汽0.7MPa，饱和t0.22除盐水0.4MPa，40t2.03电380Vkwh34蒸汽冷凝液0.7MPa，饱和t-0.24.2.9甲醇精馏工段4.2.9.1概述双甲工段净化气体产生的粗甲醇，在本工段通过精馏操作，可达到GB338-2004 优级品的精甲醇，以降低生产成本。甲醇的精馏采用成熟的三塔精馏工艺，降低蒸汽消耗。4.2.9.2工艺流程说明双甲工段来粗甲醇经粗甲醇预热器，升温至65进入预精馏塔，在预塔中分离出低118、沸物，预塔所需热量由低压蒸汽通过预塔再沸器提供；塔顶馏出气冷凝液体收集到预塔回流槽，由泵送回塔顶；气体经液封槽后送煤气化装置热风炉作燃料。塔底粗甲醇经泵加压送入加压精馏塔。加压精馏塔塔顶馏出气（甲醇）为常压精馏塔提供热量，同时自身被冷凝，收集到加压塔回流槽，一部分经泵回到加压精馏塔塔顶，一部分冷却后得到精甲醇；塔底放出的甲醇依靠压力进如常压精馏塔；加压塔所需热量由低压蒸汽通过再沸器提供。常压精馏塔塔顶馏出气（甲醇）冷凝后，流入常压塔回流槽，一部分经泵回到常压精馏塔塔顶，一部分冷却后得到精甲醇；塔底排放的废水用泵送到脱盐水站经处理后作锅炉补充水。4.2.9.3主要工艺控制指标预塔入口温度：65预119、塔釜液温度：80预塔顶部温度：65加压、常压塔釜液温度：110105加压塔顶温度：122常压塔顶温度：654.2.9.4主要设备选型（1）预精馏塔拟选取1台1200塔。（2）加压精馏塔拟选取1台1600塔。（3）常压精馏塔拟选取1台1800塔。4.2.9.5原材料及动力消耗原材料及动力消耗见表4.2-12。表4.2-12 原材料及动力消耗序号名称规格单位小时消耗l氢氧化钠98%kg0.1222蒸汽1.0MPat7.563电380Vkwh31.84仪表空气0.5MPam36.95氮气0.5MPam322.936循环水0.30.4MPat3007脱盐水0.5Mpa，常温t3.064.2.10氨库4120、.2.10.1概述本工段为氨提供储存、缓冲，供尿素生产使用。4.2.10.2工艺流程说明由氨合成工段经液氨总管送来的2.4MPa的液氨进入氨贮罐内贮存，控制一定的贮量，并不断向尿素装置提供原料液氨。4.2.10.3主要工艺控制指标（1）压力：液氨入槽压力：2.4MPa液氨出槽压力：2.12.3MPa（2）液位：容积利用系数99（体积），送入界区压力约0.116MPa，温度约40。经CO2液滴分离器后送入CO2压缩机。为了防止尿素生产过程的设备和管道的腐蚀，由工艺空气压缩机供给恒定流量的空气。CO2气体经压缩最终压力为14.5MPa。 合成气提由高压甲铵冷凝器底部来的甲铵液，氨和二氧化碳混合物进121、入尿素合成塔底部，物料在合成塔内停留足够的时间，使液相中CO2转化率达到57左右。反应混合物通过内溢流管到气提塔。未转化的NH3、CO2及惰性气体从合成塔顶部至高压洗涤器。在高压洗涤器中，NH3和CO2进一步冷凝回收。在高压洗涤器下部设有换热段。采用热水来冷却，热水在密闭循环系统中取走高压洗涤器甲铵的生成热与冷凝热，此热量在底部循环加热器及热水循环冷却器中移去。未冷凝的气体进入上部填料段，被高压甲铵泵从循环工序送来的甲铵液进行洗涤回收NH3和CO2。洗涤后的气体经冷凝液吸收净化后减压送至低压吸收塔吸收，最后的未冷凝气体放空。所生成的甲铵液从高压洗涤器溢流入高压喷射器，送入高压甲铵冷凝器冷凝后返122、回合成塔。 循环离开气提塔底部的尿素甲铵液经液位调节阀减压到0.4MPa（绝），进入精馏塔气液混合物喷洒到精馏塔填料上段，尿素甲铵液从精馏塔底部流到底部循环加热器和顶部循环加热器，在此分别用高压洗涤器密闭循环热水和低压蒸汽加热，温度提高到约135，使溶液中的甲铵再次发生分解。液相进入精馏塔下部进行分离。气相通过填料段被较冷的尿素溶液所洗涤。离开精馏塔的气体以及自解吸系统回流泵送来的解吸气冷凝液分别进入低压甲铵冷凝器的底部。在此氨与二氧化碳被吸收并反应生成氨基甲酸铵溶液，为了移走低压甲铵冷凝器中的冷凝热和反应生成热，低压甲铵玲凝器采用密闭循环的温水进行冷却。生成的甲铵液从低压甲铵冷凝器流到低压甲123、铵冷凝器液位槽。低压甲铵冷凝器中未冷凝吸收的氨和CO2气进入常压吸收塔，经低压吸收塔送来的稀氨水溶液进一步洗涤惰性气体中的NH3，出吸收塔的惰性气体经排气筒排入大气。出吸收塔的洗涤液送往氨水槽。低压甲铵冷凝器液位槽的甲铵液，经高压甲铵泵升压送入高压洗涤器。 尿素溶液的蒸发由精馏塔来的尿素溶液经减压后进入闪蒸槽。减压闪蒸后，尿液浓度约为75%（重量），送入尿液贮槽缓冲区，以缩短尿液停留时间，尿液由尿素溶液泵送到一段蒸发器，在一段蒸发器中尿素溶液浓度从75浓缩到95（重量），温度125130。一段蒸发器正常操作压力为0.034MPa(A)。一段蒸发器的气液混合物流入一段蒸发分离器，分离后气相进入一124、段蒸发冷凝器。一段蒸发冷凝器排出的冷凝液流至氨水槽。一段蒸发分离器分离后的熔融尿素经熔融尿素泵送至尿素大颗粒造粒装置。 解吸水解为了减少尿素及氨的损失，本装置设置了水解设备。蒸发冷凝器的冷凝液进入氨水槽由解吸塔给料泵将氨水槽中溶液，经解吸塔换热器送入解吸塔。在解吸塔内将冷凝液中的氨和二氧化碳加热解吸出来。解吸塔中部的出液由水解给料泵加压，经水解塔换热器预热后再到水解塔顶部。水解塔的操作压力为2.02.3MPa，操作温度为200210C，为保持水解反应的操作条件，需用高压蒸汽加热，并使物料在水解塔中停留足够的时间，将尿素水解为NH3与CO2。水解塔底部出来的液相经水解塔换热器，用液位调节阀排至解125、吸塔中部。在解吸塔的底部通入低压蒸汽以进一步除去水中的NH3和CO2。出解吸塔底部的废水中尿素含量小于3PPm，氨含量小于3PPm，此废水经解吸塔换热器回收热量后排至界区外或作为锅炉给水回收利用。解吸塔顶部出来的汽/气体经回流冷凝器冷凝，冷凝液由回流泵将一部分送解吸塔顶部作回流，其余部分送到低压甲铵冷凝器。未冷凝的气体经常压吸收塔回收尾气中的氨后排入大气。4.3.1.5熔融尿素装置主要设备选型 二氧化碳压缩机按尿素装置能力平衡，需CO2和防腐空气以吸入气量计，最大值按正常值的110%考虑。选离心式压缩机，其参数如下：气量：16240Nm3/h压力：排出压力15.4MPa(A)蒸汽透平驱动 高压126、液氨泵能力：正常能力为38.82m3/h，设计能力按正常能力的110%考虑。压力：泵进口压力2.0MPa（A） 泵排出口压力：16.5MPa（A）选用离心泵，共2台，一开一备。 尿素合成塔选用内径2680，设备筒体切线之间高27514mm，衬里材料采用316L改进型不锈钢。 高压甲胺冷凝器（卧式冷凝器）选用内径为1650mm，列管规格为25x2.5，换热管材料选用X2CrNiMo25-22-2不锈钢，换热面积1436m2。 高压洗涤器选用内防爆型，上部为球形防爆空间，球体内径为2450mm，下部为换热段，内径为950mm ,列管规格为252.5，材质选用X2CrNiMo25-22-2不锈钢，换127、热面积144.5m2。4.3.2大颗粒尿素造粒技术方案4.3.2.1造粒工艺技术方案比较与选择 造粒工艺技术概况尿素溶液的加工方法和造粒技术，主要依据产品用途而定，工业用途的尿素一般使用结晶法尿素，结晶法尿素也可用作牛羊等反刍动物的辅助饲料。农用单一肥料（由l2mm），一般采用造粒塔喷淋造粒或真空结晶和再熔融造粒。复混肥（24mm）森林、草原飞播和散撒的肥料（48mm）以及水稻田深施等大颗粒或超大颗粒尿素（812mm）则采用机械造粒。造粒塔造粒广泛应用于单一肥为l2mm普通小粒径的粒状尿素生产中，机械成粒法造粒的应用开始于60年代末期，发展至今成粒器主要有盘式成粒机、喷浆转鼓成粒机和流化床造粒128、机等。有代表性的为美国TVA盘式造粒工艺：挪威Norsk Hydro公司的盘式造粒工艺、美国C&ICirdler和加拿大联合公司的喷浆转鼓粒工艺等。这些造粒工艺存在单机能力小，无法适应工业化大规模的生产需求。为此，七十年代研究开发出流化造粒技术，其中有荷兰Stamicarbon公司研究成功的喷流床流化造粒新工艺，并在荷兰DSMStamicarbon公司推动下实现工业化应用并称之为NSM流化造粒新工艺。随后日本三井东压/东洋工程公司也开发研究成功流化床造粒工艺。国内尿素生产中普遍采用造粒塔造粒，生产普通小颗粒的农用粒状尿素。七十年代末八十年代初在镇海、新疆、宁夏三套大尿素装置中，曾经采用过晶种造129、粒的技术，在提高产品的强度、减少造粒塔排放粉尘有一定好处。九十年代中期以来，大颗粒尿素的生产国内发展较快，海南富岛化工有限公司引进的挪威海德鲁公司流化床造粒装置和宁夏化工厂改扩建工程采用日本东洋工程公司流化床造粒工艺对国内大颗粒尿素的生产起了领头作用，随后泸天化、赤天化、金陵石化等尿素厂也先后在现有装置上进行改产大颗粒尿素。新建的大中型尿素工厂也多数生产大颗粒尿素产品。 造粒塔造粒与机械造粒方法的比较 a. 造粒塔造粒的优缺点造粒塔造粒生产能力大，操作简单、方便。生产费用低，产品粒径12mm，呈球形，表面光洁圆滑性一般，压碎强度2mm时6N。采用晶种造粒时，压碎强度可提高到12N左右。造粒塔不130、适合于生产大颗粒尿素。造粒塔造粒采用的尿素溶液浓度99.7（重量），达到该浓度必须采用两段真空蒸发。因此，两段真空蒸发流程复杂，真空蒸发设备多，尤其是第二段蒸发真空度高，尿液蒸发温度也高，蒸汽加热和抽真空所消耗的蒸汽量较大，能耗高。造粒塔造粒制得的产品含缩二脲约为0.9（wt），通常较流化床造粒的产品高0.1。含水量也较流化床造粒产品高0.050.1（重量）。造粒塔造粒放空尾气含尿素粉尘量较大，损失尿素通常高于流化床造粒工艺25倍。由于放空尾气量大，含尿素粉尘多，对周围环境造成不良的影响，尤其是放空尾气中含尿素的水雾对人体有害，对周围建构筑物有腐蚀作用。b. 机械造粒（流化床造粒）的优缺点一般131、机械造粒的造粒机生产能力较小，而流化床造粒单机能力大，可达3000t/d。产品粒径大，可生产粒径1.53mm用作单一肥料的产品及生产24mm粒径用作掺混复肥的大颗粒尿素产品，生产58mm大粒径产品用作森林、草原飞机播撒和812mm稻田深施等特殊用途的大颗粒产品。流化床造粒成品粒子大均匀，表面光洁圆滑，流动性能好，不易吸潮结块、粒子强度高，不易压碎，2.5mm的尿素粒子压碎强度30N，较造粒塔2mm粒径的尿素产品高约5倍。产品贮存运输、使用方便，生产、贮运和使用过程损失较造粒塔产品可减少10，使用实践证明，大颗粒尿素在作肥料施用后，缓效释放，提高了氮的利用率，促进农业的增产。流化床造粒采用959132、6（wt）浓度的尿素溶液作造粒原料，简化尿素生产装置中尿液加工的工序、节省蒸汽消耗。流化床造粒因返料晶种在流化床层内被尿液包裹逐级结晶成长为大的颗粒。流化过程结晶蒸发水分和冷却固化，造粒效率高，加添加剂后控制结晶，减少粉尘含量，而且尾气经湿法洗涤回收后，放空尾气含尿素粉尘量少（2030mgNm3）。流化床造粒主要缺点是增加设备和投资费用。而且每吨产品电耗也增加2538度。 流化床造粒工艺技术的比较和选择当前，国际上具有竞争能力且广泛应用于大型化的流化床大颗粒尿素造粒工艺主要有挪威海德公司（现已改名为YARA公司）和日本东洋工程公司（ToYo Engineering Corp）两家公司流化床造粒133、工艺，现进行比较和选择说明如下： YARA公司（原Hydro公司）流化床造粒工艺 发展概况及建厂业绩该工艺始于1974年由荷兰Stamicarbon尿素专利商研究开发，试验装置规模为10t/d，1975年实现试生产，能力为150t/d；产品粒径2.19mm，其后于1978年在荷兰Sluiskil建成800t/d的工艺生产装置，产品粒径2.17mm。二十世纪八十年代末和九十年代有了较大的发展。该工艺技术是荷兰DSM/Stamicarbon公司和挪威Hydro公司结合的结晶，有Hydro公司对外经营，2004年更名为YARA公司。至今为止已建大颗粒尿素生产装置35套，最大能力可达3600t/d，总134、生产能力超过1820万吨/年，产品粒径为28mm。生产能力超过1500t/d的有19套之多。除此以外，海德鲁工艺用于其他复肥及磷铵生产的装置也有10套以上。国内海南富岛化工有限公司、赤天化、宜化云天化、金陵石化、山西晋城、高平等厂引进该公司流化床造粒技术、生产2.8-4mm大颗粒尿素。 工艺技术特点a工艺成熟、可靠，工业化时间长，经验丰富。b. 采用95-96浓度的尿液作为原料，尿液加工只需一段蒸发浓缩，省去二段蒸发系统，简化流程和减少浓缩系统设备。c. 由于省去二段蒸发浓缩系统，节省了二段蒸发加热和抽真空所消耗的蒸汽量。相应工艺冷凝液量也减小，水解系统的负荷也因工艺冷凝液的量和组成的变化，水135、解的解吸负荷也相应减小。冷却水用量下降。d. 造粒机采用空气雾化和流化相结合的技术，造粒效率高，生产能力大，成品质量好，颗粒大，强度高。e. 流化床造粒工艺操作简单，开车时间短，一般投料后1小时内可出产品。具造粒装置操作灵活，负荷变化30-105，生产弹性大，适应性高。f. 与其他机械造粒装置相比，造粒返料比低（0.5：1），从而强化设备能力和减小了造粒过程中的能耗。g. 采用添加剂及雾化流化造粒技术，流化床形成的粉尘量少，且含尘尾气采用湿式洗涤，吸收效率高，放空尾气中尿素粉尘含量小于30mg/Nm3,不仅减小损失，而且满足了环境保护的要求。h. 流化床造粒工艺装置运行可靠性高，造粒机、粉尘洗136、涤器等因无磨损部件，可长期运行，寿命长达25年以上。运转设备空气压缩机、风机等介质为空气，无磨损和腐蚀，斗提机、振动筛、破碎机等运行条件也较好。 东洋工程公司喷射流化床造粒工艺 发展概况及建厂业绩该工艺专利发表于1979年。试验装置规模为50t/d后改建为200t/d，1983年第一个工业化生产装置在新西兰Kapuni是有化学公司建成，生产规模为470t/d。迄今为止，在世界范围内己建成的装置9套，其中3套采用改进后的喷射流化床造粒工艺，最大规模为2100t/d于1995年在德国Piestertz建成投产。1997年宁夏化工厂改扩建工程新建日产2000t/d于2000年6月投产。另外，德国Pi137、esteritz厂已建成的1200t/d大颗粒尿素装置将扩大至日产2100吨，另有2套日产500吨造粒塔造粒的装置有一套改为喷射流化床生产大颗粒尿素，包括在建中的装置在内，采用该工艺生产大规模尿素总的设计能力约900万吨/年。 工艺技术特点东洋工程公司喷射流化床造粒工艺（又称喷流床造粒工艺）其主要特点如下：a. 工艺流程及设备结构比较简单该工艺流程造粒机喷咀采用一般压力式喷咀，结构简单，且单台能力大。造粒机内分成流化成粒和冷却两部分。粉尘洗涤塔直接与造粒机顶部连接，简化流程和减少设备。 b. 造粒时间短、造粒效率高该工艺流化床内返料粒子依次在串联的小室内被喷射液滴包裹而长大，且流化床层较薄，有138、利于粒子的形成，造粒时间较短，效率高且成品压碎强度大。 c. 生产操作灵活方便，正常生产时调节返料比达到合格的产品，生产控制方案可靠，负荷变化时，调节喷咀简单。d. 造粒机内流化床床层高度较低，在50-100负荷范围内床层高仅400mm，流化床阻力小，所需风机压头低，电耗省。e. 采用96尿液作原料，可简化尿液加工工序。节省尿液蒸发能耗。f. 粉尘回收系统采取集中收尘和高效的湿式洗涤吸收，排放尾气中尿素粉尘含量低，达到30mg/Nm3以下。g. 该工艺中增加添加剂MMU自备系统，MMU溶液由甲醛和尿液制备，过程简单，灵活方便，不需外购UF85。较在尿素溶液中直接加入甲醛作添加剂，可克服甲醛尿液139、混合不均匀，影响产品质量的弊端。 造粒工艺初步比较和选择表4.3-4 工艺发展与业绩比较序号项目YARA工艺东洋工艺1工艺专利发展1975年1979年2工业化生产1978年1983年3装置最大规模3600t/d1200-2100t/d表4.3-5 工艺技术初步比较序号项目YARA工艺东洋工艺1工艺技术成熟和先进性成熟、先进、可靠业绩好、经验丰富先进、成熟、建厂数较少2工艺流程较复杂造粒机出料在冷却粉尘洗涤分段循环吸收流程较简单造粒要分段设冷却集中洗涤循环吸收3工艺设备台数造粒机洗涤器风机泵换热器贮槽其他小计（不包括MMU制备系统10台）1台2台8台8台5台5台24台56台1台1台8台10台6台140、3台15台44台4尿液浓度95%wt95%wt5添加剂37wt甲醛溶液用37（wt）甲醛溶液自制MMU溶液6产品含甲醛0.45（wt）0.45（wt）7造粒过程返料比0.5：10.5：18产品质量粒度及强度符合要求粒度及强度符合要求9造粒能耗，KJ（造粒水电）0.5531060.52410610返回尿液浓度返回尿液量45（wt）占产品的3.5-5.540（wt）占产品的411尾气放空量及含尿素6124Nm3/tur30mg/Nm36124Nm3/tur30mg/Nm312初步比较评估该工艺较优越拟选择该工艺可供选择综上所述，两种造粒工艺均属先进的流化床造粒工艺技术，YARA公司采用雾化流化造粒141、，东洋工程公司采用喷射流化造粒，各具特点，造粒机理有异，最终产品均取得满意的结果，比较而言，YARA公司建厂数多，经验丰富，可靠性高，你选择该工艺。但东洋工程公司的造粒工艺能耗较低，主要在电耗上较YARA公司工艺低，造粒工艺流程和设备也较简单，运行费用稍低于YARA公司造粒工艺。本可行性研究是在未取得上述两家公司的正式报价之前，依据同类工程和技术交流等初步资料进行的，暂以YARA公司的造粒工艺进行研究。4.3.2.2大颗粒尿素造粒工艺流程说明YARA流化床造粒工艺生产装置由以下几部分组成：给料系统（包括尿素溶液和添加剂甲醛溶液的供给）造粒和冷却系统筛分、破碎和返料系统粉尘洗涤和循环回收系统工艺142、流程简述如下：由尿素生产装置真空浓缩系统经熔融尿素泵送来的9596%浓度的尿液，在静态甲醛混合器内加入尿素产品总量0.45%（wt）左右的甲醛溶液，然后进入造粒机内进行造粒。甲醛溶液（37wt）从界区外送入至甲醛溶液贮槽，经甲醛计量泵计量后送甲醛尿液混合器。造粒机分成造粒室和冷却室。造粒室内尿液经分配管进入雾化喷咀，被雾化空气喷雾成细小液滴，喷洒到返料晶种细粒子，悬浮于流化床层中，包裹涂布逐步成长为多层结构的尿素粒子。造粒机内特殊设计的多孔板（斜孔板）使流化空气除了起到流化床排除尿素结晶蒸发水份和凝固冷却干燥粒子的作用外，还推动尿素粒子在造粒机内朝同一方向移动。最后冷却至90后，离开造粒机。雾143、化空气由雾化空气压缩机加压并经加热至大于135后进入喷嘴将尿液雾化。流化空气由流化空气风机送至造粒机下部通过多孔板维持流化床。出造粒机物料经出料机进入安全筛除去大块尿素，大块尿素去循环槽溶解，颗粒尿素经流化床冷却器冷却至60以下，再由斗式提升机送至振动筛给料器进入振动筛。经振动筛分出超大颗粒的尿素送至破碎机进行破碎，经破碎后的粒子与振动筛分出的细小的颗粒一并入送回造粒机作返料晶种，控制返料比0.5：l。 振动筛分出的合格产品进最终冷却器内进行冷却，使产品温度降到50，产品经称重计量皮带输送机送至散装仓库皮带输送机上。4.3.2.3进尿素装置原料及公用工程物料 液氨 状态：液体 压力：2.0MP144、a（A） （最小） 温度：25 组成：含NH399.5（重量计） 含水0.4（重量计） 含油5ppm（重量计） 铁1mg/kg 来自合成氨氨库 C02状态：气体 压力：0.116MPa（A）温度：40组成：含C0298.96（干基、体积） 惰性气体1.04（干基、体积） 来自合成氨脱碳装置 甲醛溶液 浓度：37（wt）压力：0.38MPa（G） 温度：常温 来自界区 蒸汽 中压蒸汽 压力：4.2MPa（A）温度：410质量：氯离子0.5PPm（重量）用途：用于C02压缩机蒸汽透平驱动 少量用于水解器 来自蒸汽管网中压蒸汽 压力：2.5MPa（A）温度：222.9质量：氯离子0.5PPm（重量）145、用途：用于加热器加热 来自蒸汽管网低压蒸汽 压力：0.4MPa（A）温度：饱和质量：氯离子0.5PPm 用途：副产自用（透平注入蒸汽）来自尿素生产装置 冷却水进水压力：0.6MPa（G）（界区处）回水压力：0.3MPa（G）（界区处进水温度：32回水温度：42质量：氯离子含量100PPm不混浊，无沉淀物污垢系数：0.000344m2c/w来自循环水系统 电 高压电网电压10kV5 3相 低压电网电压380V5 3相 频率：50Hz1 来自：变配电所 事故电源电压：380V 3相频率：50Hz用途：蒸汽冷凝液泵电机、高压冲洗泵电机 其他（包括电动阀、事故照明等） 仪表空气 压力：0.40.6MP146、a（G） 温度：环境温度 质量：无油、无水（干燥）、无灰尘 在0.4MPa（G）压力下，露点至少低于环境温度10。 工厂空气压力：4.50.6MPa（G）温度：环境温度 质量：无油 氮气压力：0.40.6MPa（G）温度：环境温度质量：纯度95（体积）用途：开停车间断使用。4.3.2.4主要原材料、动力消耗尿素装置主要原材料、动力消耗见下表。表4.3-6 主要原材料、动力消耗表序号名称规格单位小时消耗量1液氨以99.8%计t21.752CO2以100%计t29.253蒸汽（透平用）4.2MPa， 410t454电kWh2212.55循环水t=10m341256编织袋50kg/袋只7697蒸汽（147、加热用）2.5MPa， 饱和t41.258回收冷凝液t454.4空分装置4.4.1概述建设空分装置的目的是为向煤气化装置提供氧气，空分装置副产的氮气供煤气化工序及备煤装置使用，同时向全厂提供仪表空气和工厂空气。 4.4.2工艺技术方案空分技术经过100余年的不断发展，现在已步入大型全低压流程的阶段，能耗不断降低。大型全低压空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送所组成，其特点是：（1）用高效的两级精馏工艺制取高纯度的氧气和氮气；（2）用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量。（3）热交换器采用高效的铝板翅式换热器，使结构紧凑，传热效148、率高。（4）采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期。本项目煤气化装置采用加压粉煤气化技术，要求氧气压力为4.62MPa（A），用氧压力较高，同时纯氧又是一种强氧化介质，因此氧气的增压工艺常常成为研究的一个重点。氧的增压有两种方式，即采用氧气压缩机和液氧泵，即外压缩流程和内压缩流程。前者压缩介质为气氧，讲出冷箱的低压氧气采用压缩机压缩到所需要的压力，气化、复热出冷箱后直接送往用户。内压缩流程和外压缩流程的共同点都是采用低压空气压缩、空气预冷、分子筛空气净化、深冷分离。不同点是内压缩流程采用空气增压机和液氧泵获得高压氧气；外压缩流程采用氧压149、机获得高压氧气。从能耗上看，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内压缩流程使用了空气增压机来提供系统的部分制冷量，理论上要多消耗3的压缩功；但是空气增压机、液氧泵的功率比氧压机略高，氧压机实际运行往往偏离其设计工况。两者实际的功耗是很接近的。从安全方面分析，尽管外压缩流程的使用也比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水平不断提高，但是统计数据表明，国内用户使用的氧压机（包括进口氧压机）有多台次发生过燃烧事故，而内压缩流程从未出现过类似事故。另外，由于内压缩流程使用了液氧泵，可及时抽走主冷凝蒸发器液氧中的液态烃，使得空分装置的运行更加安全、可靠。从投资上看，两种流程相接近，内压缩流程稍150、低一些。此外，使用液氧泵的内压缩流程比使用氧压机的外压缩流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。两种氧气增压方案的比较见表4.4-1。表4.4-1 液氧泵和氧压机增压方案比较表序 号项 目液氧泵流程氧压机流程l相对能耗1.0312相对投资11.053维修费用低高4占地面积小大5安全性安全较安全因此，本项目推荐采用液氧泵内压缩流程。空分装置采用离心式空气压缩、分子筛空气净化、两级空气精馏、液氧泵内压缩流程工艺，主要工艺特点如下：（1）空压机及空气增压机为离心式压缩机，采用同一台蒸汽透平驱动，节省投资并提高蒸汽转换效率；（2）高效的两级精馏制取高纯度的氧气和氮气；（3）用增压透平膨胀机，利151、用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量；（4）热交换器采用高效的铝板翅式换热器，使结构紧凑，传热效率高；（5）采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期；（6）采用液氧泵内增压流程，及时抽走主冷凝蒸发器中的液态烃，使空分装置操作运行更加安全。（7）采用DCS进行操作和控制，自动调节负荷，使空分装置始终在最佳经济点运行。4.4.3工艺流程说明从大气吸入的空气经空气过滤器滤去灰尘杂质后，入空气压缩机加压至0.6MPa (A)，然后进入空气冷却塔。空气在空冷塔下段，与循环冷却水逆流接触而降温。然后通过上段与经液氨冷却的冷冻水逆流152、接触，降温后入分子筛吸附器，清除空气中的水份、二氧化碳和碳氢化合物。已净化的空气分成二股：一股直接进入冷箱经主换热器被冷却至接近露点，入精馏塔下塔进行预分离；另一股导入空气增压机，从空气增压机级间抽出一股压力1.1MPa(A)空气减压至0.7MPa(A)，用作仪表空气和工厂空气，供全厂用户使用，剩余空气继续增压至5.5MPa(A)。增压后的空气一部分进主换热器进行冷却，冷却到膨胀前温度进入膨胀机，膨胀后的气体进入下塔，增压后的另一部分空气在膨胀机压缩端再增压，用来蒸发经液氧泵升压后的液氧(纯度99.6)，使液氧变成4.62MPa(A)氧气产品。氧气供煤气化工序使用。主冷凝蒸发器来的液氮经液氮泵153、升压至8.02 MPa(A)，再经液氮气化器气化复热后出冷箱，供煤气化工序及备煤装置使用。从精馏下塔顶部抽出部分低压氮气，经主换热器复热后出冷箱，供煤气化工序使用。精馏上塔顶部的氮气经主换热器复热后出冷箱，进入氮气压缩机。出氮气压缩机的氮气压力为5.22 MPa(A)，送煤气化工序及备煤装置上塔上部出来的污氮气，经主换热器复热后出冷箱，一部分用作分子筛再生用氮，剩余部分供水冷塔气提用。4.4.4主要设备选型（1）空气压缩机型式：离心式，蒸汽透平驱动进气压力：大气压进气温度：25排气压力：0.6MPa(A) 排气量：103000Nm3/h（额定）轴功率：8980kW数量：1台（2）增压空气透平压154、缩机1套一级排气量63000 Nm3/h调节范围75105%进/出口压力0.58/2.0MPa(A)进气温度34相对湿度0%出口温度40 二级排气量32000 Nm3/h调节范围75105%进/出口压力1.98/6.0 MPa(A)进气温度40相对湿度0%出口温度40轴功率5,300 kW4.4.5消耗定额表4.4-2 空分装置消耗定额序号名称规格单位数量备注l分子筛13APG条形t40t(一次装填)设计寿命10年2活性氧化铝13APG条形t34t(一次装填)设计寿命10年3电380Vkwh2254循环水0.5MPa，32t/h54255蒸汽4.9MPa，410t/h58.2空压机透平6蒸汽4155、.0MPa，400t/h13N2压缩机透平7蒸汽0.5MPa，饱和t/h0.738回收冷凝液0.5MPat/h71.94.5仪表及控制技术方案4.5.1概述4.5.1.1设计范围本研究范围包括煤气化、氨醇、尿素、火炬系统、空分公用工程等装置的生产过程检测、过程控制系统的仪表及控制技术方案。具体内容为：煤气化部分：煤贮运、磨煤及干燥、煤粉加压及进料、煤气化、渣水处理等工序。氨醇部分：一氧化碳变换、脱硫、脱碳（变压吸附）、精脱硫、氮氢压缩、双甲、氨合成、膜分离提氢、甲醇精馏、氨库、甲醇罐区等工序。尿素部分：二氧化碳压缩、液氨输送、尿素合成、尿液蒸发造粒及包装、尿液水解回收等工序。空分装置、火炬系统156、公用工程（循环水站、化学水处理、污水处理等）。磨煤机本体部分、压缩机组、空分和脱盐水装置的仪控部分随设备成套，该仪表设备由供货商或生产厂家负责。4.5.1.2采用的标准和规范HG/T20505-2000 过程测量和控制仪表的功能标志及图形符号 HG/T20507-2000 自动化仪表选型设计规定 HG/T20508-2000 控制室设计规定 HG/T20509-2000 仪表供电设计规定 HG/T20510-2000 仪表供气设计规定 HG/T20511-2000 信号报警、安全联锁系统设计规定HG/T20573-95 分散型控制系统工程设计规定 HG/T20700-2000 可编程控制器系157、统工程设计规定 GB50058-92 爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范4.5.1.3装置特征本项目的煤气化、氨醇和尿素装置区为可燃及爆炸危险场所，其它工艺装置区的一部分为爆炸性危险区域。其工艺介质大都呈腐蚀性，因此本项目具有腐蚀、易燃、易爆的装置特征。4.5.2自动化水平4.5.2.1控制方式本研究方案遵循“技术先进、经济合理、运行可靠、操作方便”的原则，根据工艺装置的生产规模、流程特点、产品质量、工艺操作要求，并参考国内同类型装置的自动化水平，对主要的生产装置和公用工程装置进行集中监视、控制和管理，对辅助装置实施岗位集中显示及控制。分别设置煤气化、氨合成、尿素、空分控制室，以对生产装置进行158、集中监控。采用集散型控制系统（DCS）、紧急停车系统（ESD）。循环水站、脱盐水站、污水处理等设置岗位控制室对以进行集中控制。氮氢压缩、二氧化碳压缩采用就地仪表盘，主要测量及控制信号进DCS系统。随装置或设备成套提供的控制系统和仪表，应采用目前较先进的控制系统和仪表，应具有与相关控制室DCS通讯的能力。设置必要的能源消耗、原料、中间产品和最终产品的计量仪表，其精度符合本行业相关规定的要求。4.5.2.2主要控制方案本方案采用的控制方案以P.I.D单参数控制为主，辅之以少量串级、比值、分程等复杂控制和逻辑控制。并吸收同类型装置的先进成熟技术，特别是一些节能降耗的控制系统将在本设计中得到反映。4.159、5.2.3信号及联锁本着安全可靠、保证生产和正常操作的原则，煤气化、氨醇、尿素、空分的紧急停车和安全联锁系统都由紧急停车系统（ESD）实现，装置工艺过程联锁由DCS的联锁功能完成；压缩机机组安全联锁保护系统由随机提供的机组安全保护系统实现。本方案中工艺参数越限由DCS实现，所有的过程报警、系统报警可在DCS操作站上实现声光报警，并通过打印机输出。对于重要报警点设置操作指导画面，以帮助操作人员及时正确地处理问题。本次工程中的所有机泵运转、停止信号（DI、DO）均进入DCS系统，并在控制室进行监控。气体泄露越限报警由安装在装置控制室和岗位控制室的气体检测报警盘实现。4.5.2.4安全技术措施为保证160、操作人员和生产装置的安全，本方案考虑了以下必要的安全技术措施：各控制室位于安全区域，并考虑防火、防水、防尘、防雷等安全措施。设置必要的紧急停车和安全联锁系统以及报警系统。安装于爆炸危险区域内的仪表符合防爆要求。在可燃或有毒气体可能泄露和聚集的场合，设置可燃气体或有毒气体检测报警器。各主要装置的仪表电源由不间断供电电源供电。4.5.3仪表选型4.5.3.1仪表选型原则所选仪表及控制设备是先进的、可靠的、适用的，可以保证工艺装置长期、安全的生产和操作。DCS和EDS系统设备将采用国内或国外著名厂商产品，并且这些产品在同类型或类似装置上有应用业绩。现场仪表立足于国内市场，优先选用国外引进生产线或合资161、厂制造的、能满足性能求的产品。对用于重要场合的控制阀、开关阀、流量计、分析仪检测系统、安全栅等仪表采用进口产品。现场变送器采用智能型Hart通讯协议，控制阀及开关阀一般采用启动执行机构。进出控制室的信号均为420mADC标准信号，除温度检测元件和特殊测量仪表外。安装在爆炸危险区域的仪表采用本安防爆型或隔爆型。现场仪表的材质满足工艺介质和现场环境条件的要求。4.5.3.2 DCS系统采用的DCS是一个功能完善的系统，具有过程控制（连续控制和离散控制）、操作、显示记录、报警、制表打印、信息管理、可与上位机或其它计算机（ESD、PLC等）通讯、系统组态以及自诊断等基本功能。同时，DCS也是一套开放的162、系统，其通讯层次结构符合OSI参考模型，符合TCP/IP协议和IEEE802协议族的有关协议，并采用WINDOWS XP操作系统，具有良好的人机界面，良好的控制和检测性能等。提供丰富的、多用途的实时数据库和历史数据库，硬件配置应易于升级和扩展。对DCS的最基本要求为控制单元的CPU为1：1冗余，重要控制回路的I/O卡为1：1冗余，DCS控制器的电源和通讯总线均按1：1冗余设置。系统在硬件有故障的情况下，应仍能继续正常运行。所采用的ESD是一个基于微处理器技术的，具有高度安全性和可靠性，独立于DCS之外的安全系统。改系统具有实现装置紧急停车和安全联锁所必需的基本功能，如逻辑运算、事件序列（SOE163、）、信息管理、可与上位机和DCS通讯、系统组态及自诊断等。4.5.3.3 现场仪表 温度仪表：就地指示选用万向型抽芯式（WSS）双金属温度计，表盘直径为100mm。集中检测和控制的测温仪表为铂热电阻（Pt100）、热电偶。根据介质情况选用不同材质、不同形式的温度计套管，如对含尘大、流速高的介质采用耐磨型套管求。 压力仪表：就地压力指示视工艺介质不同，分别选用压力表、不锈钢压力表、膜盒压力表；泵、风机出口压力表为耐震型。压力表刻度盘直径一般为100mm。集中压力检测采用压力、差压变送器和微差压变送器。对于结晶、腐蚀、高粘度场合，采用法兰远传压力变送器。除非工艺介质有特殊要求，接液材质一般为316164、。 流量仪表：根据介质工况，分别采用节流装置差压变送器、数显靶式流量计。测量材质一般为不锈钢，特殊要求时根据介质确定。电磁流量计用于强腐蚀性或含有固体颗粒的导电介质的流量测量。管道内径小于50mm的流量测量，一般采用金属转子流量计。 物位仪表：集中测量一般选用差压式变送器，对于腐蚀性、易结晶的介质采用隔膜密封型液位变送器，对固体料位的测量一般采用电容式料位计。根据不同的工况，也可采用其它类型仪表进行测量。 分析仪表：工业气相色谱仪（PGC）、红外线气体分析仪、磁压式氧分析器、水质分析仪等自动在线分析仪表，分析仪设置在分析小屋和仪表分析箱内。可燃（毒性）气体检测器一般选用普通催化燃烧型。 称重仪165、表：对于静设备物料的测量选用称重传感器测量其重量，皮带输送机的固体力量测量选用电子皮带秤。 控制阀：调节阀的选用根据工况，分别选用单座阀、笼式阀、套筒调节阀，重要控制部位控制阀选进口产品。执行机构采用气动执行机构。调节阀阀体材质与管道材质相符或更高，阀内件材质根据介质情况确定。开关阀的结构形式为球阀、蝶阀或隔膜阀，对一般性介质阀座为软阀座，含固体介质或高温介质采用金属阀座，阀体材质与管道材质相符或更高。 其它仪表：本方案还采用了密度计等其它仪表，对相应的工艺参数进行测量。4.5.4仪表的供电和供气4.5.4.1仪表电源DCS控制室采用不间断电源（UPS）供电，所需电源由电气专业提供独立供电回路166、，电压等级分别为380VAC10%交流电源。UPS的后备时间为30分钟。仪表设备受电电压等级为220VAC和24VDC。现场仪表所需电源均采用控制室集中供电方式。4.5.4.2仪表气源仪表的气源质量应符合仪表供气设计规定HG/T205102000的有关要求。含油量不大于8PPm，含尘粒不大于3m，露点温度应比工作环境、历史上年（季）极端最低温度至少低10C。送至各用气装置的仪表气源压力不低于0.6MPa(G)。 5 原材料、辅助材料及动力供应5.1原、燃料供应XX省是全国能源的基地，煤炭资源丰富，具有储量大、煤种多、埋藏浅、易开采，分布广而相对集中，加工和转换前景广阔的特点。XX市是典型的煤炭167、资源型城市，也是XX省乃至全国重要的煤炭生产基地之一，已探明的煤炭储量为16.9亿吨，为低灰、低硫、高热量优质动力煤。从储量和目前的生产能力上看，完全可满足尿素生产所需合成气原料的需要。本项目煤气化装置以XX地区无烟粉煤为原料生产粗煤气，每年消耗原料煤43.72万吨，煤的主要成份为：灰分含量为30%，水份8%，挥发份14%，固定碳51.63%，全硫0.5%，煤的灰熔点13501500，灰熔点和灰份含量均较高。5.2电力和水供应（1）水资源条件XX市境内河流有30条，属于海河水系，主要有过境的淇河、卫河、共产主义渠等。发源于境内的较大河流有汤河、永通河、姜河、思德河等。XX市地下水资源多年平均值168、为2.87亿立方米，其中山区为0.8亿立方米，丘陵区为0.66亿立方米。化工园区所在丘陵地区的地下水属于浅层水，地下水位一般在40米左右，地下水质状况良好，主要用于生活饮用和工业用水，可为本项目的建设发展提供充足的水源。本工程通过采用新工艺和新技术，增强水的重复循环利用率。本项目每年消耗工业一次用水65.6万吨，厂区内部水井深度在100300m深。一次水一部分来自厂区新建深水井，另一部分来自厂区的地表水经过处理后使用。内部工艺循环水建立循环水站，故本项目水源丰富，可以保证正常的生产供应。（2）电资源条件本项目用电负荷共26129kW，新建变电站可以满足新建装置用电的要求。5.3辅助材料供应除以169、上水、电、原料煤、以外，还需变换催化剂、甲醇合成催化剂、循环使用的缓蚀阻垢剂、空分用的分子筛吸附剂等。以上辅助材料，均从市场采购，汽车运输为主，辅以火车运输。5.4原材料、辅助材料及动力消耗表原材料、辅助材料及动力消耗见表5.4-1。5.4-1 原材料、辅助材料及动力消耗一览表序号公用工程名称单位消耗说明小时耗量年耗量一原材料1原料煤，含C=51.63%t54.6543.72104由XX本地区供给2液氨，以99.8%计t21.7517.4104由本装置氨库供给二辅助材料1石灰石粉t1.8915120外购，本地区供给2变换催化剂t40.4外购3脱硫剂t38.31306.5外购4合成催化剂t39.170、36外购5润滑油t27.6外购6甲烷化催化剂t8三水、电、汽1电kWh3.2662.6129104由本装置新增变配电装置供给2蒸汽0.54.9MPa，450t286.372.29105由工业园区及合成氨生产装置废锅炉供给3一次水0.5MPa，25t820.66106打井4循环水t274972.2108由本装置循环水站供给5脱盐水0.5MPa，40t120.070.96106由本装置脱盐水站供给6回收蒸汽冷凝液t2071.66106送给排水系统6 建厂条件和厂址选择6.1建厂条件本项目为XX市XX科技有限公司尿素项目。XX市为XX省省辖市，位于XX省北部太行山东麓向华北平原过渡地带，因相传“仙鹤171、栖于南山峭壁”而得名。地理坐标东经 113度 59分114度 45分，北纬 35度 26分36度 02分。南北长 67公里，东西宽 69公里，总面积 2182平方公里。北与安阳市龙安区、安阳县为邻，西和林州市、辉县市搭界，东与内黄县、滑县毗连，南和卫辉市、延津县接壤。XX地处中原腹地，区位优越，交通便捷。位于中原经济区 13市的中心。京广铁路、京珠高速公路和 107国道纵贯南北，山西至山东高速公路横穿东西。国家和XX省建设的京广高速铁路客运专线和山西长治至山东泰安铁路途经XX，XX已形成铁路、高速公路“双十字”骨架。西气东输、南水北调工程穿境而过。以XX为中心的 500公里范围内可覆盖北京、天172、津、石家庄、郑州、太原、济南、邯郸、开封、洛阳、安阳等数十个省会城市和大中型城市， 覆盖面积 89.66万平方公里，占全国的近十分之一，人口总数 3.4亿，占全国的四分之一。 本工程厂址位于XX市山城区西南凉水井村南面，距山城区集中居住区约3km，XX市规划新区约24km处。东与XX宝山化工园区一路之隔。符合XX市工业产业规划布局，符合山城区区域和城区总体规划，为城区工业用地。该区域现状为丘陵荒地，可利用土地面积较多（属于工业用地），可以为本工程的实施提供土地保障。本工程占地约540亩。6.1.1建厂地点的自然条件本工程位于XX山城区宝山化工园区西侧与化工园区近在咫尺。宝山化工业园区的铁路专用173、线可通过XX煤业集团公司七矿区的铁路专用线与京广铁路相连接，能够为本项目的物流运输提供良好的铁路运输条件。另外，XX市省级公路和地方公路纵横交织、四通八达，已经形成市内联网、市外联线的多方位快捷交通网络。在园区的周边还有S302省道葛嘴线（濮阳葛口安阳嘴上）二级公路、S322省道大海线（XX大河涧濮阳海通）二级公路、Y008乡道西环线（时大线山城区西环城段）二级公路、Y005乡道西野线（西鹿楼野猪泉）三级公路等，这些公路都和国道、高速公路主干道相连，便于本项目的公路运输。总之，本项目所在地路网密布周边，四通八达，地理位置非常优越，水利、交通、电力条件十分便利。 地质条件：（1）地形地貌XX市地174、貌有山地、丘陵、平原、泊洼四类。山地集中在太行山东麓低山地带，丘陵集中在太行山东麓与东部平原交接过渡地带，平原集中在淇河平原、卫河平原和黄河平原，泊洼集中在淇县良相滞洪区。总面积分别为 331 平方公里、 646平方公里、 1153平方公里和 52平方公里，占全市总面积的 15.2、 29.6、 52.8和 2.4。 基本地势为西北高、东南低，呈阶梯状降低趋势，海拔高度在 53 1019 米之间。山区多为石灰岩低山，山体浑圆 ，坡度15 46。丘陵区多为土质，少部分石质，坡度平缓。其间宽阔的河流谷地纵横交错，呈现为一种波状起伏的侵蚀、剥蚀丘陵地貌景观。丘陵区可分为西部陡坡和东部缓坡丘陵两部分。175、项目建设所地在位于XX市山城区，该区整体地形属浅山丘陵地区，地势西高东低，西部山峦起伏，中部为岗丘地形。地势起伏不平，沟谷纵横，南部有少许冲积平原，地势较平坦。拟建厂址所在地块，地貌单元为太行山东鹿丘陵，地形起伏不大，场地南高北低，整体平均坡度大约在3%左右，用地范围内无基本农田。 （2）工程地质、水文地质、地震动参数工程地质：XX地域地层属华北型，从老到新主要有寒武系、奥陶系、石碳系、二叠系、第系和第四系。所见最老地层是中寒武系徐庄组。奥陶系最为发育，构成西山诸峰，占全地域总面积的三分之一。XX地域位于太行山隆起的东麓，处于新华夏系构造二沉积带的华北坳陷与第三隆起带的太行山交接处，形成隆起、176、地堑、断裂等比较杂的地质构造。西为林县盆地，东与汤阴地堑相接，太行山前深大断裂通过东西部。地层构造上部覆盖层为杂填土、第四系上更新统冲、洪积和第四系中更新统冲、积黄土、碎石层，下部为第三系上新统钙质泥岩及中奥陶系石灰岩所组成。其中黄层：软塑、硬塑，饱和、稍湿、湿，厚度约为06138m，局部有湿陷性。地基承载特征值fak=140210kPa，压缩模量Es=16.0MPa；灰岩：中风化，地基承载力特征值：fa=1500kPa。 地震动参数：根据甲方提供的有关岩土工程勘察资料，厂内地质情况较好，土质分布均匀，地基承载力为150kPa。根据国家地震局中国地震动反应谱特征周期区划图（GB18306200177、1）和中国地震动峰值加速度区划图（GB183062001），设计基本地震加速度值为0.20g，相当于原中国地震局1990年发布的中国地震烈度区划图（50年超越概率10%）的地震烈度为度。设计地震分组为第一组，地震设防烈度为8度。本场地土类型属中硬场地，场地类别属类场地，本建筑场地为建筑抗震有利地段。水文地质：XX境内主要河流有淇河、汤河、卫河、共产主义渠 4条。淇河、卫河全年有水，其余皆为季节性河流，均属海河流域。淇河发源自山西陵川，境内长 79公里，因受地形影响，区内河流多呈东西流向。XX市地下水资源多年年平均值为2.87亿立方米，其中山区为0.8亿立方米，丘陵区为0.66亿立方米，平原区为178、1.41亿立方米。境内现有中小型水库20座，总库容为2862万立方米，兴利库容1502万立方米。刚刚建成的盘石头水库是淇河上兴建的大型水利枢纽工程，控制流域面积1915平方千米，属大（2）型水库，总库容为6.08亿立方米，兴利调节库容2.825亿立方米，该水库分配给XX市的工业和生活用水为1.35亿立方米。本项目地处丘陵区，地下水埋较深，多在40250米之间。目前，本项目用水可以在新建厂区勘探新的地下水源，地下水一般埋深在40m-120m，水的用途主要是生活饮用和工业用水。本工程用水水源近期采用地下水源，远期考虑使用附近的地表水作为水源。项目建设所在地位于XX宝山化工园区西侧，厂址区域地势较高179、，排水通畅，不受淇河、汤河等一百年一遇的洪涝威胁。固抗洪涝灾害能力（100年一遇）较强。根据所取水样的水质分析结果县示，地下水对钢筋混凝土无腐蚀性。 气候条件XX市地处中纬度地区， 属暖温带大陆性季风气候，四季分明，光照充足。春季干旱多风，夏季炎热多雨，秋 季温凉少雨，冬季寒冷少雪。年平均气温 14.1左右，年均降水量 617.8毫米，降水量年际相差悬殊，年内分配不均，主要集中在 69月， 4个月平均降水 448毫米，占降水量的 65.6。总体降水量西部大于东部，年平均蒸发量为 1919毫米。年无霜期平均 225天。年均日照时数 2147.9小时。 当地自然、气象条件，详见表6.1-1表6.1180、-1 自然、气象条件表序号自然、气象要素单位数值备注1海拔m5310192气温2.1年平均温度14.12.2极端最高温度42.32.3极端最低温度-15.53相对湿度3.1年平均相对湿度613.2最热月平均相对湿度89.43.3最冷月平均相对湿度36.74大气压4.1年平均98.33kPa5风5.1年最多风向北风、南风5.2平均风速米/秒2.35.3平均月最大风速米/秒19.35.4多年极端最大风速米/秒235.5风压kN/m20.456降雨量6.1年平均降雨量mm617.86.2日最大降雨量mm121.27雪7.1最大积雪厚度mm2507.2计算雪荷载kN/m20.408其他8.1年平均日照181、小时2147.98.2地震烈度 度88.3地震水平加速度m/s20.206.1.2建厂地点的社会经济条件XX市，简称鹤城，是XX省省辖市。位于XX省北部，淇水之滨，太行山东麓，因世传“双鹤栖于南山之峭壁”而得名，1957年3月建市。XX市辖两县（浚县、淇县）、三区（淇滨区、山城区、鹤山区），共 24个乡（镇）、 879个行政村。总人口 144.5万人，其中市镇人口 63.8万人；乡村人口 80.6万人，农村劳动力 66.13万人。 2007年，全市生产总值 275亿元，农业总产值 63.83亿元，粮食总产量 100.84万吨，农民人均耕地 1.47亩，农民人均纯收入 4827元。山城区总人口3182、0万人，其中非农业人口21万人，占全区总人口的70%。非农业人口大部分集中在城区，少量分布在县域各乡镇；农业人口9万人，占全区总人口的30%。全区居住着汉族、回族、满族、蒙古族、苗族、朝鲜族、藏族等二十个民族，此外，山城区还有归侨及侨眷200多人。XX具有丰富的自然资源和人文资源。已发现 33种矿产资源，且分布广、储量大、品位高。其中煤炭探明储量 16.9亿吨，保有储量 10.6亿吨，为低灰、低硫、高热量优质动力煤，燃烧值平均在 6000大卡以上。瓦斯 164. 3 亿立方米 。水泥灰岩矿床储量50亿吨。金属镁的主要原料白云岩品位高、杂质低，储量 10亿吨以上。水资源总储量 23. 5 亿立方183、米 ，年过境水6.15亿立方米。淇河是华北地区极少未被污染的河流之一，水质常年达到国家一级标准。淇河鲫鱼、缠丝鸭蛋、冬凌草被誉为“淇河三珍”。东部平原盛产优质小麦、玉米、花生等。 XX市注重培育优势特色产业和产业集群。在扩张经济总量的同时，大力调整和优化经济结构，强化产业集中布局，依托煤炭、水泥灰岩、金属镁等资源优势，建设资 源得到循环利用的新型资源型产业基地，做大做强煤炭、煤化工、电力、水泥、金属镁等产业；依托畜牧产业和优质粮食生产优势，建设优质食品加工业基地，做大 做强畜牧养殖、食品加工等产业；依托开发区的区位、环境等优势，建设环保型先进制造业基地，正在强力推进汽车零部件、电子通讯、生物制184、药等产业集群。 XX把发展循环经济作为走新型工业化道路的重要战略举措来抓，已初步形成了煤炭、电力、水泥、金属镁、食品加工五大循环产业链，被确定为国家 7个循环经济示范市之一和全省循环经济唯一的省辖市试点。电厂项目和甲醇项目全部建成后，年产的 1000万吨原煤可以基本实现就地转化增值。维恩克镁业公司在国内首家实行新型水煤浆冶炼法、利用余热发电，能耗和环保达到了国内先进水平。以畜牧业为支撑带动食品加工业的基地化、规模化、标准化和品牌化，是国家食品安全综合示范区。XX已发展成为 XX省的火力发电基地，现有发电装机容量 114.8万千瓦。电厂三期的热电联供项目建成后XX电力装机容量达到 247万千瓦。185、同时，XX电网结构合理，自动化水平高，供电可保性强，年供电量 14亿千瓦时， 220千伏变电容量 630MVA。 总投资 6亿元的水泥厂二期、三期连续扩建项目已分别于 2004年 4月和 2005年 9月建成投产，新型干法水泥熟料日产能力达到 1万吨，是全省最大的单体水泥生产基地。XX市也是全省确定的 5个煤化工产业基地之一、 5个食品工业基地之一和 8个汽车零部件产业基地之一，被中国镁协授予“中国镁加工产业示范基地”称号。通过 35年的努力，使煤炭生产及煤化工、电力综合开发利用、以水泥和陶瓷为主的建材、金属镁冶炼及精深加工、畜牧养殖加工及出口等产业在XX省占有重要位置，形成独具特色的五大工业186、集中区；2006年全市全部工业增加值1264554万元，比上年增长22.5%，工业对经济增长的贡献率达到74.5%。其中，规模以上工业增加值1046930万元，增长25.3%；产销衔接良好，产品销售率98.0%，比上年提高1.4个百分点。 XX历史悠久，文化灿烂。春秋战国时期的卫国、赵国均定都于此。所辖浚县是国家历史文化名城；淇县古称朝歌，是殷商文化的发源地。淇河不仅是一条山青水秀的“生态河”，而且是一条底蕴丰厚的“文化河”，诗经中有 19篇专门描写淇河沿岸的风土人情和自然风光。淇河天然太极图定位乾坤，巍然天成，是我国易经文化的发源地。大伾山平地突兀，融儒、释、道文化于一体，文物古迹荟萃。高 187、22.29米、开凿于 1600多年前的北魏大石佛，为全国最早、北方最大。云梦山被誉为“中华第一古军校”，战国时期的思想家、军事家鬼谷子王禅曾在此授徒讲学，孙膑、庞涓、苏秦、张仪、毛遂等名士都出自他的门下。XX古瓷窑遗址为国内考古迄今发现最早、规模最大的瓷窑遗址。科技事业进一步发展。2006年末，全市城镇单位拥有各类专业技术人员3.76万人，比上年增长7.2。拥有科学研究与技术开发机构6个。 综合技术服务取得新成绩。2006年末，全市共有产品质量监督检验机构3个。全市气象公益服务站3个。 XX社会事业与经济建设同步协调发展，2006年末，全市共有艺术表演团体6个，文化馆6个，公共图书馆3个，博物188、馆2个。广 播电台1座，广播人口覆盖率99.6%，比上年提高3.6个百分点。电视台1座，电视教育台1座，电视人口覆盖率98.1%，比上年提高4.1个百分点。 全市共有综合档案馆6个,已开放各类档案45433卷。XX教育事业保持较快发展城乡小学、初中、高中布局合理，教学设施齐备完善，全面普及九年义务教育。 初中阶段适龄人口入学率98.28%，小学阶段适龄人口入学率达到100%；幼儿园在园幼儿28648人。 总之，经初步了解项目建设所在地无军用设施、重要通信光缆及地下文物古迹；厂址区域内不存在压矿现象；没有少数民族聚居地，当地民风纯朴。 本工程需的各种建筑材料、安装管线等均可以就近采购，满足工程建189、设的需要。由于本工程所建的各种建构筑物及其所需安装的设备、管线，具有一定的专业性，所以建议业主选择具有国家一级资质的专业建安企业施工。 6.1.3外部交通运输状况XX是豫北城市群的中心，又是晋冀鲁豫四省十市经济协 作区的中心，具有承东启西、联南接北的有利条件，有利于发挥联络和辐射作用。 京广铁路、 107国道、京港澳高速公路和规划中的鹤（壁）辉（县）高速公路、长（治） 兖（州） 铁路从XX穿过；辖区内公路国道 2条、省道 9条。其中放射性公路 1条，北南纵线 4条，东西横线 4条；县道 11条，乡道 92条。 京广铁路在XX境内全长 50公里，京港澳高速公路在XX境内全长 37公里；南水北调中190、线工程纵贯南北；南距郑州机场130公里。路网密布周边，四通发达，交通十分便利。 6.1.4公用工程条件XX不仅地理区位和交通条件优越而且还有着独特的经济发展优势。 一、水资源丰富。水资源总储量 23. 5 亿立方米 ，年过境水6.15亿立方米。淇河是华北地区极少未被污染的河流之一，水质常年达到国家一级标准。地表水和地下水非常丰富，为XX工农业生产提供了充足的水利资源。新建项目用水可以在新建厂区勘探新的地下水源，地下水一般埋深在120m，水的用途主要是生活饮用和工业用水。本工程用水水源近期采用地下水源，远期考虑使用附近的地表水作为水源。本工程其水质和水量均符合要求。 二、电力资源充足，XX已发展191、成为XX省的火力发电基地，现有发电装机容量 114.8万千瓦。电厂三期的热电联供项目建成后XX电力装机容量达到 247万千瓦。同时，XX电网结构合理，自动化水平高，供电可保性强，年供电量 14亿千瓦时，220千伏变电容量 630MVA，电力供应有保证。 三、煤资源丰富。煤炭探明储量 16.9亿吨，保有储量 10.6亿吨，为低灰、低硫、高热量优质动力煤，燃烧值平均在 6000大卡以上；瓦斯 164. 3 亿立方米 ；水泥灰岩矿床储量50亿吨。丰富优质的煤炭资源为企业发展提供了充足的能源保证。四、巨大的市场优势。XX位于豫北城市群的中心，周边 500公里的范围内，有郑州、济南、石家庄、太原、天津、192、北京、西安、武汉等省会和直辖城市，还有新乡、安阳、洛阳、邢台、邯郸、菏泽、晋城、徐州等一大批中型城市，覆盖地区人口超过 4亿人。这些地区人口密度大，消费水平逐年提高，市场潜力巨大。五、低廉的投资成本优势。XX市及其周边人口密度大，具有大量的剩余劳动力，可为企业的发展提供了充裕的劳动力。XX职业技术学院和市属十一所中等职业学校 不仅能为企业培育一大批新生技术力量，还有一支能为企业解决技术和管理难题的专业管理人才，可为落地XX市的企业的发展提供有力支持。原材料、用工、及煤、电等优势降低了生产成本，可以实现低成本扩张；近距离的销售半径，降低了运费、销售费用，可以实现低成本经营；按照XX市鼓励外来投资193、政策规定，可以享受不同程度的税、费优惠。 6.1.5环境保护条件XX市位于XX省北部太行山东麓和华北平原的过渡地带，属暖温带半湿润型季风气候，四季分明，光照充足，温差较大。春 季多风少雨，夏季炎热湿润，秋季秋高气爽，冬季寒冷多雾。年平均气温14.215.5 ，年降水量349.2970.1mm，年日照时数1787.22566.7小时。 市区环境空气质量二级标准以上天数的比例达到81.4%，饮用水源地水质达标率保持100%，区域自然环境好，环境容量较大。在项目区域内的大气环境质量监测表明，大气环境质量较好。本工程生产装置排出的废气、废水经处理达标后有组织排放。 6.1.6用地条件厂址在XX山城区宝194、山化工园区西侧，为丘陵荒地无需进行拆迁。拟改建厂址地势比较平坦， 地层稳定，结构简单，无不良工程地质现象。场地平均坡度约为3左右，厂址附近无集贸市场，无其他工业污染源，亦无名胜古迹风景游览区和医疗卫生疗养区等重点保护对象。总之，经初步了解，本项目所在地经济发达，配套设施齐全，交通运输条件优越。厂区场地内地质状况相对稳定，适宜建厂。6.2厂址选择6.2.1厂址选择的原则及依据6.2.1.1厂址选择的原则 符合所在地区、城市、乡镇总体规划布局。 节约用地，不占用良田及经济效益高的土地，并符合国家现行土地管理、环境保护、水土保持等法规有关规定。 有利于保护环境与景观，尽量远离风景游览区和自然保护区，不污染水源，有利于三废处理，并符合现行环境保护法规规定。 根据以上原则初步确定了现拟建厂址的位置。6.2.1.2厂址选择的依据 该厂址接近原料产地，拟建项目附近汽车运输供煤十分方便，且运输便宜。 厂区用地面积能够满足生产工艺和运输要求。 拥有足够的施工用地可以满足工厂建设规模、施工人数、临建安排的要求。 选择该厂址，与宝山化工园区近在咫尺很大程度地利用了园区已有设施，如便捷的公路交通运输、原材料及动力的供应、同时也能满足劳动安全及卫生、消防的要求。根据以上条件，该项目的厂址选择使得项目大大节省了投资、降低了成本，相应的增强了产品的竞争力，同时提高了经济效益。