1、XXXXXXXXXXXXX有限公司农业综合开发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179可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目录1 总 论42 市场预测113 产品方案及生产规模204 工艺技术方案225 原材料、燃料及动力的供应786 建厂条件和厂址方案7972、 公用工程和辅助设施方案838 节能1369 环境保护13910 劳动保护与安全卫生及消防15411 企业组织和劳动定员16912 项目实施初步规划17213 投资估算17514 财务评价1761 总 论 1.1 概述 1.1.1 项目名称及主办单位：xxx有限公司 项目名称：xxx有限公司20万吨/年合成氨30万吨/年尿素工程 项目建设单位：xxx有限公司 地 址：山西省hs县 1.1.2 可行性研究报告编制的依据和原则 1.1.2.1 编制依据 （1）xxx有限公司与yyy公司签订的技术咨询合同 （2） 原化工部化工建设项目预可行性研究报告内容和深度的规定 （3） xxx有限公司提供的当地3、基础资料 1.1.2.2 编制原则 （1）认真贯彻国家环保、消防、劳动安全等有关文件。 （2）最大限度地降低工程造价是工程自始至终贯穿的一条基本原则。 （3）原料的选定，紧紧围绕着我国的基本能源结构和构成，其可靠性和经济性是本项目实施最重要的基础。本工程以山西hs县出产的煤为原料，建设大化肥项目，充分利用了当地丰富的煤炭资源优势。 （4）严格按节资低耗的原则进行设计，努力提高经济效益。 （5）在技术先进可靠的基础上，充分利用国内多年来的在化肥领域节能技改的成功经验，尽可能采用能国产化的技术和装备。 （6）充分利用国家和地方优惠政策，提高本工程项目的经济效益。 （7）吸取国内外化工项目建设的先进4、经验，结合该厂的实际情况，在本项目的设计过程中，贯彻执行“五化”的建设方针，即“工厂布置一体化，生产装置露天化，建(构)筑物轻型化，公用工程社会化以及引进技术国产化”。 （8）主体工程与环境保护、安全生产、工业卫生同步考虑，以减少和消除工厂生产对环境的污染及对职工健康的危害。 1.2 项目提出的背景 yk集团是国家重点特大型集团，是全国100家现代企业制度和120家企业集团试点企业，目前拥有50家全资子公司、控股公司和参股公司，涉及采矿、煤化工、 1 2 建筑等10余个行来，总资产228.44亿，年销售收入突破112.58亿元。所属子公司yzmy公司是我国第一个在境内外同时成功上市的煤炭企业。5、年煤炭生产能力达到4000万吨，年出口煤炭1500万吨，是华东最大的煤炭生产商和全国最大的煤炭出口企业之一。 集团公司拥有世界一流的综采放顶煤技术和深井冻结施工技术，先后获得国家科技进步特等奖、一等奖，全国优秀企业“金马奖”，中国质量效益型先进企业特别奖，“五一”劳动奖状，全国首批转机建制先进企业称号，被大公国际评估公司评估为“AAA”级信用企业。 xxx有限公司于2003年元月注册成立，注册资金6亿元人民币，是由yk集团控股，按照现代企业制度设立，具有独立法人地位的公司。公司代表yk集团在山西作为投资主体，以煤为主、煤电联营，向煤化工产业链延伸，从而实现国有资产保值、增值。 xxx有限公司的6、发展思路为以煤产业链为中心，多种产业综合发展，充分利用山西省的资源优势，在yk集团公司的领导下，在地方政府的大力支持下，以体制创新、观念创新、技术创新为先导，以“六最”为方针，最大程度地提高项目开发的综合效益，促进地方的经济发展，实现地企双赢。 xxx有限公司现有山西hstc能源有限公司、sxth化工股份有限公司两个子公司，目前正积极调研兴县煤炭开发项目、灵石水峪煤矿，以便拓展公司规模。 根据我国能源资源的特点，决定了我国是以煤炭为主的能源结构。2005年上半年，我国能源生产和消费结构中煤炭的比例分别为76%和68%。据有关方面预测，即使到2010年，我国能源结构中，煤炭的比例仍高居71.7%7、和69%。能源结构中以煤炭为主的局面长期不会改变。 我国石油和天然气资源有限，而煤炭资源丰富的国家，以煤炭做为化学工业可靠的基本原料来源势在必行。但是，目前由于我国以煤为主的能源工业和化学工业技术落后，给环境带来较严重的污染。以大气环境为例，我国大气污染属煤烟型污染，主要污染物为烟尘、二氧化硫和氮氧化物等。2004年全国烟尘和二氧化硫排放量分别达到1095万吨和2254.9万吨，其中燃煤排放量分别占70%和85%。烟尘造成大气总悬浮微粒超标，尤其使城镇的大气环境恶化；二氧化硫造成酸雨面积日渐扩大，不但影响城市，也影响农业生产。因此，以煤炭为主的能源结构，面临着人类环境保护要求的严重挑战。 1 8、3 21世纪人类面临的是全球性环保问题、能源问题和粮食问题等，在这些问题面前，能源工业和化学工业的技术进步，尤其是我国在煤炭利用上的技术进步将承担着不可推卸的历史重任，应为人类社会的可持续发展做出自己的贡献。 为了进一步发展我国的能源工业和化学工业，这就要求综合利用好我国丰富的煤炭资源，提高煤炭的利用率，进行深加工，利用洁净煤气化技术来发展能源工业和化学工业。煤炭不仅是重要的工业燃料还是重要的化工原料，并有“化工之母”之美称。 山西hs县地处山西省境东陲，太行之巅.东临邢台，西通省府太原，北连太旧高速，南下上党盆地。矿产资源极为丰富。现已探明的地下矿藏有煤、铁、铝、耐火黏土、铜、磷、硫、水晶石9、辉缘岩、白云石、石榴子石等29种之多。其中尤以煤炭资源为最，素有“煤乡”之称，为全国重点产煤县之一。在储量、煤种、煤质等方面具有很大的优势。首先是储量丰富面积大。境内含煤面积1852平方公里，占全县总面积的82%；地质总储量156亿吨，现有技术条件可开采量达34亿吨。其次是煤种齐全煤质好。储煤有1-5号、8-9号、11-13号共12层，煤种有烟煤、无烟煤、贫煤、瘦煤、焦煤等，发热量平均在8000卡/左右。丰富的煤炭资源是发展煤化工的最好原料保证。 yk集团是发展煤化工非常合适的企业主体。yk集团作为我国最具实力的煤炭企业，早已将“发展煤化工”作为既定方针，一直积极探索煤炭洁净高效利用的新途径10、，在国内煤化工生产领域处于领先地位。经过多年的探索和国内外专家的支持和论证，yk集团通过集成世界先进的煤炭气化、发电、制油技术，已经制定在山西发展多产品联合生产系铜的初步规划。利用yk丰富的经验技术和强-大的经济实力，以山西hs优良的煤炭资源，发展煤化工，是一项双赢的举措。 1.3 项目投资的必要性 1.3.1 本项目的目标是充分利用本地丰富的煤炭资源xxx有限公司盛产的hs无烟煤以及当地的jc煤和yq煤，采用成熟、可靠的固定床间歇煤气化配吹风气回收节能工艺洁净煤技术），NHD脱硫脱碳气体净化工艺、Casale公司的低压高效氨合成技术，气提法尿素工艺生产尿素，符合国家的产业政策和yk集团的长远11、发展战略。 1.3.2 本工程充分利用当地廉价的煤炭建设大化肥装置，具有投资少、成本较低、经济效益高的显著特点，必将成为yk集团又一个经济增长点，同时极大地拉动hs地区的经济发展，增加就业，为当地的经济发展和社会稳定做出贡献。 1.4 项目建设的意义 全面贯彻党的十六大会议精神，以市场为导向，以提高企业效益为中心，以技术创新和管理创新为动力，坚持把资源多元化放在首位，大力推进结构调整，强化市场开拓；加快企业发展，积极推进国际化经营，充分利用国内外两个资源、两个市场和两种资金，提高石油和化学工业的盈利能力、抗市场风险能力，有利于实现健康和可持续发展。 煤炭是重要的战略物资和基础化工原料，具有不可12、再生性。通过提高煤的资源的利用效率，开发高附加值、功能化的化工产品，把hs建设成为全国大型的煤化工生产、科研基地，对推动山西省乃至全国煤化工产业都将产生重要的作用，具有重大的社会和经济意义。 化肥是农业的基础，是粮食的粮食。在人口众多，人均占有耕地很少的我国，发展农业，解决12亿人口的吃饭问题，一直是党和国家各级领导优先考虑的问题。 我国是人口大国，仅以世界耕地面积的7%养活着占世界22%的人口。农业历来是我国的立国安邦的大事，它直接关系国民经济的发展和国家的长治久安。江泽民总书记在党的十五大报告中指出：“要坚持把农业放在经济工作的首位，要多渠道增加投入，大力推广科教兴农，发展高产、优质、高效13、农业。推广农业向商品化、专业化、现代化转变。”中共中央、国务院下发的去年一号文件进一步要求全党同志要始终重视农业的基础地位。据世界粮农组织统计，化肥对粮食生产的贡献率大约为40%。我国农业部门多年研究表明，在增加农作物产量的所有因素中（包括水、土、种等），化肥的贡献率是较高的；19851990年的平均贡献率为32.09%。 农业是国民经济的基础。化肥是支农产品，与国民经济关系密切，因此需要大力发展化肥工业以满足农业发展需要。首先，国际油价、天然气价格的大幅上涨，促使国际市场上的化肥价格持续上升。业内专家预测，全球化肥市场依然呈供货偏紧迹象，价格将攀升上扬。由于油价、天然气等化肥原料的价格难以回14、落，推动化肥生产成本上升。以尿素为例，全球80的尿素以天然气为原料，天然气的价格比上一年上涨了36，拉动尿素价格上扬。去年10月中东产散装颗粒尿素的FOB价格曾涨至251美元吨，比年初上涨了468；11、12月回落至229美元吨，但仍比年初高出34，比2003年底上升了30。 第二，我国人口众多，粮食供应问题非常重要，目前我国超过13亿人口，人均占地只有1.188亩，人均粮食占有量不足380公斤，随着时间推移，今后我国人口仍 1 5 将逐步增长，而耕地面积却在不断减少，因此，想要增产粮食，必需要化肥。因此，不论市场如何波动，我国化肥的消耗量是逐年上升的。 第三，尿素的工业化生产对人类社会发展产15、生了重要影响。尿素不只用于农业，总产量13以上还用于工业用途，如制造脲醛树脂、聚氨酯、三聚氰胺甲醛树脂等。此外，在医药、炸药、制革、浮选剂、颜料和油品脱蜡等方面尿素也有广泛的用途。 加入WTO后，化肥行业面临的压力是国内粮食市场逐步开放和国外低价化肥将进入国内市场，虽然加入WTO 后中国的总体关税水平将降低，但这对化肥工业的影响不大，因为目前化肥的关税已经较低（5%）。我国既是化肥生产大国，也是化肥消费大国。目前，我国的化肥消费量居世界首位，约占世界化肥总销售量的30%。这样大的化肥消费量长期依靠进口满足是不可能也不现实的，不但国家财力不允许，而且世界上没有哪个国家能供应这么多的化肥。因此，化16、肥供应仍将基本立足国内生产。2002年，我国化肥消费量约4060万吨/年，其中氮肥2575万吨/年，磷肥1010万吨/年。国产化肥占80%。国内氮肥和磷肥的市场占有率稳步增长，国产氮肥已占氮肥消费量的90%，国产磷肥已占75%。主要进口肥料是磷复肥。 化肥不仅对种植业增产起着十分重要的作用，同时对渔业、畜牧业、养殖业的增产也起着重要的辅助作用。20世纪90年代初的试验表明，化肥对粮食生产的贡献率仍在35%以上。随着我国农业的基础地位的进一步加强和农村经济的发展，对化肥需求量还将会继续增长。 近年来，我国农业形势发生了许多变化，对化肥工业的发展也带来了很大的影响。我国农业经济发展迅速，导致种植业17、结构发生显著变化，经济作物增长很快，其需肥量一般是粮食作物的23倍，且需要高浓度复合肥；农作物新品种的施肥量是老品种的1017倍，对肥料的需求量上升；使用化肥的新领域不断扩大，森林、水产、苗圃、牧草、畜牧等都将是使用化肥的新领域。 进入21世纪，我国人口还会持续增加，耕地不可避免地会减少，而经济作物种植面积则要扩大，化肥的需求量必然会不断增加。解决化肥供应问题的根本出路在于国内生产。进口化肥多年来大约是国内总消费量的20%30%（包括氮肥、磷肥、钾肥），进口化肥只能起到弥补国内不足的作用，而且进口以钾肥、磷肥、复合肥为主。 本项目的建设可以为山西省的经济建设和化肥产业的结构调整注入新的活力， 18、1 6 为hs地区的经济作出贡献，增加社会效益。 本项目的实施可以增加yk集团的市场竞争力，树立yk在山西实现综合开发的新形象，更好的融入到山西的经济社会发展、建立yk在山西发展煤化工的新平台，为大规模的煤化工发展做好技术储备具有深远意义。 本项目的建设可以解决约600人的就业问题，从而稳定社会，具有良好的社会效益。 1.5 项目建设的有利条件 符合党的十六大提出的毫不动摇地巩固和发展公有制经济，发展壮大国有经济，深化国有资产管理体制改革的方针政策。yk集团多年来积累丰富的管理经验与生产营销经验，培养大批专业技术人才。 合成氨、尿素项目建设符合国家的有关产业政策，符合省、市、县的产业发展方向，19、符合yk集团集团的发展规划，其初步选址符合hs县区域经济发展规划，省、市、县党委、政府和各职能部门对该项目高度重视，全力支持，yk集团积极主动，通力合作，各项条件均比较成熟，因此建设该项目意义重大。 具有丰富的区域优势与资源优势。hs煤炭资源丰富，是建立区域能源基础的主要资源之一。hs地区以无烟煤为主，煤种单一，具有发热量高、含硫量低、热稳定性较好等特点，是良好的化工用煤、气化用煤，可供建设优质无烟煤基地。同时，yk集团也拥有成熟的煤化工技术。因此该项目有充分的原料、资源和技术保证。 yk集团具有全新的现代企业制度，人心向背，企业具有较强的凝聚力、向心力，管理手段创新与国际接轨，具有较好的内部20、“造血”功能。 yk集团拥有一套真抓实干、不断开拓进取的领导班子，经营水平高、管理经验丰富，专业技术力量较强，具备丰富的项目建设管理经验，可为本项目的顺利实施创造良好的先决条件。 具有雄厚的经济实力提供建设保障。yk集团有充足的经济实力和较强的技术开发能力，在国内煤化工生产领域处于领先地位。 具有优秀的人力资源。该企业领导班子素质高，具有很强的开发与管理能力；职工队伍素质高，具有丰富的化工生产操作经验。能承担50万吨合成氨项目的建设，同时yk集团鲁南化肥厂为培养后备人才，与清华大学、华东理工大学、山东大学联办3个研究生班，为发展煤化工打下坚实的基础。 hs有较好的投资和创业环境。从项目的论证开21、始，县里即对项目的水、电等 1 7 条件作了大量的配套研究，并在制度建设方面作了大量安排。事实证明，这种求真务实求发展的真诚是项目取得成功的很重要的外部有利环境。 1.6 项目建设范围 本工程的建设范围主要包括下述工艺装置： 煤造气、气柜和电除尘、煤气压缩、低压脱硫、原料气压缩、变换甲烷化、NHD脱硫脱碳、合成气压缩及气体干燥、氨合成、氨回收、氨库、冷冻站、尿素、空压站、锅炉。 与工艺装置相配套的公用工程设施。 1.7 初步结论 1.7.1 项目概况和简要结论 项目的规模初步分析测算拟定：根据yk的经验，以hs、yq、jc三地块煤混配为原料，采用成熟可靠的固定床间歇气化配吹风气能量回收技术、低22、压脱硫、MHD脱硫脱碳、低压氨合成、气提法尿素工艺，生产合成氨18万吨/年，尿素30万吨/年。 项目实施后，年均销售收入48529.71万元，年创销售利润7556.61万元，所得税后利润总额5018.53万元。资本金财务内部收益率8.42%。 项目财务内部收益率：所得税前9.58%、所得税后7.73%，项目财务回收期：所得税前9.61年、所得税后10.43年(含建设期2年)，项目财务投资净现值：所得税前4841.96万元、所得税后-10018.59万元(I=9%)。 各项经济指标的计算结果表明本项目财务效益是可行的。 1.7.2 主要技术经济指标 主要技术经济指标表 序号项目名称单 位数 量备23、 注一原料 1投煤量吨/天860入炉干煤二 产品方案公称能力1合成氨万吨/年18 2 尿素万吨/年30三年操作小时小时7680320天四 公用工程及动力消耗1 新鲜水用量立方米/时448.8 2需要电网供电量千瓦时/时 23963.0五三废排放量1废水m3/h 18 处理后达标排放 2 废气Nm3/h869811处理后达标排放3废渣万吨/年8.10用于水泥和制砖原料六 全厂定员人512七总占地面积公顷 30 八项目总投资额万元146977.291 建设投资万元 139439.342 建设期利息万元6574.293 铺底流动资金万元 963.6630 九年销售收入万元 48529.71 十年均利24、润总额万元7556.61 十一 年均净利润万元5018.53十二财务评价指标1 投资利润率% 5.062 项目财务内部收益率%9.58 税后7.733 项目财务净现值万元4841.96税后 -10018.59万元(I=9%)4项目财务投资回收期年9.61 税后10.43（含建设期）2 市场预测 2.1 产品市场分析 2.1.1 世界农用尿素需求现状和发展趋势 2.1.1.1 现状 2005年全世界尿素总生产能力为6302万t(折纯氮，下同)，亚洲地区的生产能力占全世界生产能力的66.7%，其余的依次为北美、前苏联、东欧、西欧、非洲、拉丁美洲和大洋洲。世界各地区尿素生产能力见表2-1-1 世界各25、地区尿素生产能力 万吨(以氮计) 表2-1-1 地区1987年1999年2005年能力所占比例% 能力所占比例% 能力所占比例% 亚洲185647.5369764.3 4257 66.7 前苏联55214.0 509 8.9 502 7.9 北美 50812.8652 11.4 648 10.2东欧3418.7 278 4.8 2483.9 西欧3819.72614.52373.7 非洲1283.2163 2.8 179 2.8 拉丁美洲1503.8158 2.8 257 4.0 大洋洲190.5230.4550.9总计3932 1005739 1006302100 2.1.1.2 供需预测 26、世界尿素的供需在20世纪80年代末期以前基本达到平衡状态。但80年代末到90年代初，中东战争和前苏联及东欧的经济萧条等政治和经济情况严重地影响了世界尿素市场的供求关系。由于昂贵的天然气原料价格，有些装置不得不关闭停产。到2005年，世界尿素的市场在波动中逐渐趋于平衡。 世界尿素的供需情况见表2-1-2。 世 界 尿 素 供 需 情 况 万吨(以氮计) 表2-1-2 年份生产能 力 开工率/%生产量进口量出口量 表观消费量19873932 833282898898328219884061 843424 942 9423424 19894158 853552982 982 35521990418027、 833482881881348219914100 843448901901344819924196 863618941941361819934363 83363094194136301994454484 3833 1024 1024 3833 19954725 86 40481123 1123 404819964977 864274 110111014274 19975250 83 435710271027 435719985504 84 4603961 961 460319995739 84484711051105484720056381 89 56691404 1404 6302 注：表28、观消费量为产量+进口量-出口量。 20世纪90年代初，东欧、西欧和前苏联的消费量下降，19871999年间，全世界尿素的表观消费量仍增加48%。1999年亚洲社会主义国家和西南亚尿素消费量占全世界总消费量的56%。预计今后前苏联和东欧地区尿素消费量会有所增加。潜在的尿素消费增长地区为亚洲社会主义国家、西南亚以及大部分发展中国家和地区。预计尿素年度世界需求增长率维持在1.7%。 2.1.2 国内化肥需求预测 影响我国农业对化肥中长期需求的基本因素主要来自五个方面：一是农业发展战略目标；二是农民收入变化趋势；三是化肥资源量情况；四是科技进步因素；五是政府调控及政策导向等。 2.1.2.1 农业生产29、特别是种植业生产发展的战略目标 主要包括农业经济增长总量、粮食及经济作物产量目标、农业结构调整目标等。经济增长总量和粮食及经济作物增产总量对化肥需求是正向相关关系，农业结构调整重点影响的将是化肥需求的结构。 “十五”及到2010年，我国农业增加值增长预计仍将保持在3%4%之间的水平。期间，我国人口将由2000年的接近13亿增加到14亿，平均每年新增人口1000万左右。以新增人口人均口粮400公斤计算，每年需增加粮食产量400万吨。再加上人民生活改善的需要，今后十年每年至少应增加粮食产量500万吨以上。增加的粮食生产能力甚至要更高。这对于化肥需求增长将是一个稳定持续的推动力量。同时，养殖业（包括30、畜牧业和渔业）对于饲料的需求，也将保持相对稳定的增长。 与我国农业的发展趋势相对应，我国化肥需求也将开始进入一个新阶段。总的需求趋势是，今后几年化肥需求量将稳步增加。但需求量的高速增长阶段已过，开始进入平稳增长阶段。化肥需求的结构问题将越来越突出。氮肥需求增长趋缓，氮肥中，高浓度需求增加较快，低浓度、小氮肥趋减。磷肥、钾肥及复（混）合肥、专业肥增长明显。 2.1.2.2 农民收入增长预期 农民收入水平及其增长变化，是决定农民投入水平包括化肥投入的根本。改革开放以来，我国农民人均收入增长一致可分为四个阶段：一是改革初期至1984年为快速增长阶段，19801984年扣除物价因素年均增长15.1%；31、二是19851990年为波动性增长阶段，扣除物价因素年均增长3.35%，其中1989年为负增长；三是19911995年为稳定性增长阶段，年均增长速度为4.3%；四是19962000年（其中1999、2000年为预计）为平稳增长年，年均增长约为4.9%。这四个阶段与农民对化肥的投入的趋势基本吻合。即前期增长较快，后期增长趋缓。从农民收入发展趋势上分析，“十五”及到2010年，我国农民收入将进入一个平稳的增长期。增长速度大约在年均4%6%之间。由于收入这一因素的影响，也将促使农民对化肥投入进入平稳增长的时期。 2.1.2.3 化肥资源量的供应情况 化肥资源量是由化肥生产、化肥进出口、化肥库存（包括32、工业、商业及农民）量变化综合因素决定的。资源量的变化直接影响化肥市场价格的走势。价格变化直接影响需求量的变化。今后一段时期化肥资源量总的趋势将是，氮肥：由资料供给总量约束和化肥施用以量性扩张为主的阶段，逐步向供求基本平衡，以需求约束和重视品种结构及质量的新阶段转变。氮肥进口将受到适当的控制。化肥供求总量不会发生大的波动。 2.1.2.4 技术进步因素预期 “九五”及到2010年，是我国实施科教兴国战略的重要时期。技术进步将对我国化肥工业和农业产生重大影响。技术进步将会使化肥生产企业成本进一步降低，使化肥的质量品质及其结构得到改善，有利于刺激需求扩大。而农业科技进步，如配方施肥（平衡施肥）、化肥33、深施、微生物肥料、植物生长调节剂等科学先进技术的推广应用，将有效的提高化肥的利用率，进一步节约用肥，降低农业生产的物质成本。目前我国的化肥利用率约在30%40%之间，与世界先进国家50%60%还有很大的差距。“十五”及2010年，我国化肥利用率预计可提高58个百分点，相当于节约化肥200300万吨。 2.1.2.5 政府的宏观调控和政策导向 政府政策导向对于化肥工业发展和农业用肥，将发挥关键性的作用。特别是税收政策（包括关税）、价格政策、流通政策、粮食收购政策以及进出口政策等，这些政策变化直接影响到化肥生产企业的成本效益、市场环境及竞争环境的变化，也将影响农民收入水平和农民对化肥投入的积极性。34、从总的趋势上分析，今后几年内，政府仍将对化肥生产企业采取积极的扶持政策，特别是在面临加入WTO的形势下，从保护民族工业、保障和扶持农业发展的角度出发，政府对化肥供求市场的调控会采取积极的态度。 2.1.2.6 国内化肥需求 根据农业部的分析，初步预测到2010年，我国农业对化肥的需求总量年均增长大约在2%3%之间。 年份2000年2005年2010年化肥总需求量（万吨）3750 43005000其中：氮肥（折纯氮）23702650 3000磷肥 （P2O5）9101000 1200 钾肥（K2O）470 650800 从以上分析及数据可知，我国氮肥工业尤其是尿素产品在近几年仍会稳步发展，根据国35、家有关部门的规划，今后氮肥工业的发展重点放在老厂技改扩产上，通过原料路线及工艺路线的改变，降低产品的成本，满足农业的需求，提高企业的竞争力。 2.1.3 国内尿素市场分析 2.1.3.1 供求关系 从70年代至今我国共建设大型化肥厂28个，正在建设的大化肥厂有4套，已停产拆迁或改造的8套，其中31套最终产品为尿素。中氮肥企业52套，其中最终产品为尿素的有37个，当前平均规模合成氨为14万t/a，尿素为20万t/a。国内生产尿素的小氮肥厂约100个，平均尿素生产能力12万吨/年。近年我国尿素产量增长状况见表2-1-3。 近 年 我 国 尿 素 产 量 统 计 万吨(实物) 表2-1-3 年份尿素36、产量年增长量占当年氮肥产量比例%1985927.2335.53 19901103.30 33.3819911185.73 82.43 34.9319921349.37 163.6438.6219931342.89-6.4639.8019941536.08193.19 42.2119951795.09259.01 43.5219962060.12265.03 43.951997 2289.73 229.61 49.56 19982636.50346.7755.46 19992936.64 300.14 59.6420003070.00133.3658.882005*3350.00 155.05537、.0 2010*3358.36150.0 65.0 注：*为预测值 影响我国化肥消费增加的主要因素如下。 （1）人口增加。生活水平提高和社会发展需要增产粮食，而增施化肥是增产粮食的途径之一。 （2）农作物种植结构的变化。统计资料数据表明，19801998年间粮食作物面积基本保持不变，而粮食产量1998年比1980年增加近2亿吨，这是靠单产增加来实现的，而增施化肥是重要因素之一。同期经济作物面积迅速扩大，而经济作物施用化肥比同面积粮食作物多，因此化肥施用量增加。 （3）速生丰产林、经济林、毛竹、苗圃的迅速发展，以及近4亿公顷草地及水产养殖等需要施用化肥。 国内尿素尚有缺口，再加上由于经济原因，有38、部分尿素停产改造，当前尿素供求有200300万吨的缺口需要进口。 2.2 尿素价格预测 2.2.1 尿素市场价格状况 农业生产每年都消耗大量的化肥，尤其尿素的消耗量更大。从近年尿素市场的价格来看，基本上呈45年一次循环波动，高时近2000元/吨，低时11001200元/吨。但随着市场秩序的逐步完善，其价格波动也逐渐平缓，同任何一种商品一样，供求关系和生产成本仍是其价格涨跌的关键因素。国际尿素市场其价格在130220美元/吨之间波动。一个基本规律是，进口量越大价格越高，在90年代初每年约进口500多万吨尿素，平均价格在200美元/吨，近几年我国尿素进口量呈逐年递减的趋势，价格亦在逐年下降，19939、9年我国进口尿素量不足200万吨，价格亦跌近了140 2 7 美元/吨。我国进口的尿素主要来自中东、北美和东欧。在2000年一季度中东的尿素出厂价约90美元，北美约100美元，每吨须加上约40美元的海运费，再加上海关税费出关价大约在140200美元/吨。 国内以天然气为原料的尿素生产厂，长期以来一直就因原料不足或者是原料价格太高在而开工不足，造成尿素成本上升。占64%的以煤为原料的生产厂，由于这些厂大都采用落后的固定床无烟煤气化技术，并且多数是中小规模的生产厂，其生产成本均在1000元/吨以上。因此国内的生产厂家也没有再降低尿素价格的可能。 2.2.2 影响尿素市场价格的因素 2.2.2.1 40、原料煤价格 我国原先已由为原料的化肥厂已经或正在改造成为煤头的工艺路线，以块煤和焦炭的价格多在600700元/吨，而粉煤的价格一般在200元/吨左右，原料煤的价格直接影响合成氨成本，从而影响尿素的价格。 2.2.2.2 中国加入WTO对化肥原料供应和化肥生产成本的影响 加入WTO后，我国的化肥原料市场将随之开放，以重油、轻油、磷矿、液氨和硫磺为原料的生产企业将会受到一定影响；由于受无烟块煤和焦炭资源、产地的限制，以块煤、焦为原料的氮肥生产企业的生产成本正在受到冲击。 （1）油品 1999年，我国以轻油为原料的合成氨产量为160万吨，消耗轻油约100万吨，以重油为原料的合成氨产量349万吨，消耗41、重油约280万吨。因油价太高，导致以轻油为原料和部分以重油为原料的生产企业发生严重亏损。目前，以油为原料的化肥基本都已停产，而进行原料路线的改造。 （2）煤炭 我国煤炭资源十分丰富，也是世界第一大产煤国，从煤炭品种看，无烟煤占18.55%，烟煤占77.33%，褐煤占4.12%。能够用于生产合成氨的无烟块煤占10%左右，主要分布在山西的普城、yq、阳城和贵州的织金、纳雍等地。 加入WTO后，无烟块煤不会受国际煤价的影响。但受产地和开采量的限制，生产技术落后和煤炭运输距离相对较远的化肥生产企业，生产成本较高，不具备市场竞争力。因此，采用先进的煤气化技术（如德士古水煤浆气化、GSP干粉煤气化、壳牌粉42、煤气化、鲁奇碎煤气化等），对原料路线进行改造，利用当地的烟煤或粉煤替代无烟块煤，是降低化肥生产成本有效途径。 （3）液氨 液氨是生产高浓度氮肥和磷复肥的主要原料。由于我国合成氨生产与后加工装置基本配套，商品量有限。国际上主要液氨出口国家和地区是前苏联和中东地区。近几年国际液氨贸易很活跃，贸易量为13001400万吨/年。我国迄今没有液氨出口，印度、南韩和东南亚等周边国家都进口一定数量的液氨。 美国海湾液氨价格变化基本上反映了国际市场的变化规律。19741994年美国海湾FOB价格为30140美元/吨，1995年上半年达到有史以来的最高点260美元/吨，正常价格在100150美元/吨。从长远看，43、随着前苏联地区经济的复苏以及中东、加勒比、印尼等地以出口为主的生产装置的建成投产，预计液氨出口量会进一步增加，价格一般会处在较低的水平。 加入WTO后，液氨的关税将由9%调至4%，关税降低有利于国内一部分生产高浓度磷复肥的企业采用进口液氨。 2.2.3 世界尿素价格状况 世界尿素价格自20世纪60年代以来，变化幅度很大，西欧袋装尿素的FOB（到岸价格）曾一度达到390美元/吨，创造了尿素价格历史上的最高纪录，而70年代也曾跌破50美元/吨。20世纪60年代末70年代初，由于一大批尿素装置投入运行，尿素产量迅速增长，造成价格一路下滑，跌至40多美元/吨。1974年，由于第一次石油危机，使得原材料44、价格大幅度上扬，尿素价格上升至300多美元/吨。进入80年代，仍然维持在高价位，约200多美元/吨。 20世纪90年代初期，化肥消费量开始下降，同期国际市场尿素价格下滑，1993年价格降至较低水平，平均离岸价为106美元/吨。随着经济的恢复，1993年年底尿素价格又开始直线回升，消费量开始增加，1996年尿素的平均离岸价达184美元/吨，刺激了尿素生产能力的大幅度增加，19921999年世界尿素的生产能力增加了37%。到1999年，尿素价格又回至较低的水平，此时尿素的平均离岸价只有78美元/吨，达到了20世纪70年代中期以来的历史最低。这主要是因为随着尿素生产能力的增加，一些亚洲社会主义国家和45、西南亚国家尿素的生产已基本能够满足国内需求，从而减少了进口，严重影响了国际尿素市场。19931995年，亚洲社会主义国家和西南亚国家这两地区尿素进口量急剧上升，此后又急剧下降。两地区1995年共进口尿素550万吨（折纯），占当年世界贸易量的49%。而1999年两地区共进口尿素170万吨，仅占当年世界贸易量的16%。2000年2004年以来，世界尿素供需因消费量 2 9 增加和价格的回升而趋于稳定。 世界尿素价格主要受原材料价格（石油、天然气）、供求关系、投资成本、国家地区政策影响。据世界有关机构采用多种模型综合预测，在没有突发事件影响全球尿素供求时，预计国际尿素价格将在160220美元/吨之间46、。 2.2.4 国内尿素价格 国内市场的尿素价格主要受国家政策和粮食价格以及进口量的影响，1997年以来，国内尿素的市场价格见表2-2-1和国内数字尿素厂平均生产成本表见表2-2-2。 国 内 尿 素 市 场 价 格 表2-2-1 时间/年-月最高价（元/吨）最低价（元/吨）备 注 1997-111900 13001998-01190013001998-12140013001999-071400 13001999-12 1300 12002000-071250 11902001-05140012002002145012002003170012202004 1600 1450 2005 190047、1500 国内尿素价格自1997年以来基本趋势下降，而国际价格同期基本上也是下降的，但2000年上半年开始明显攀升。在2005年上半年中的大部分时间，从价格上看，除了大氮企业始终执行1650元的国家限价外，大多数中小尿素企业的出厂价均在1700元以上，最高的时候，部分企业出厂价甚至超过了1900元。大多数地区的市场批发价均在1720元以上，最高的时候，不少地区的市场批发价突破了2000元大关， 2 10 东北等地的品牌尿素甚至突破了2100元大关；最高零售价个别地区甚至高达2300元。不论是出厂价、市场批发价还是零售价，不少地区都创了近几年来的新高。 但尿素价格大幅上扬也不大可能。制约因素很多48、，首先由于粮价过低，农民种地赚不了钱，投入产出比不合理，农民购肥积极性不高。另外还有很多因素，如气候条件变化、种植结构的调整、退耕还林还草、种粮面积的减少及尿素市场无序激烈竞争等。同时还要受到国际市场价格的影响。这些都将制约尿素价格上涨。综合各种因素，预计今后普通尿素出厂价在13501450元/吨左右，考虑到将来可能要将尿素销往其他地区，为提高产品的竞争力，在本工程技术经济评价中尿素的出厂价格定为1200元/吨，可确保项目建成后经济风险降至最小。 国内尿素厂平均生产成本表 表2-2-2 序号原料品种平均尿素制造成本（元/吨）1天然气（油田气）540968 2重油102514873轻油 128849、14934块煤或焦炭135015005水煤浆1100 由上表可见我们在可研报告确定的尿素价格是可靠的，对项目财务评价的准确性高，风险小。 3 产品方案及生产规模 3.1 产品方案及生产规模 （1）合成氨：600吨/日（中间产品），公称能力18万吨/年 （2）尿素：1052吨/日，公称能力30万吨/年 3.2 年操作日 年操作天数： 320天 3.3 生产规模确定的原则和理由 18万吨/年合成氨，30万吨/年尿素装置是我国根据国内外技术情况以及多年实践经验，确定的以煤为原料的中型化肥装置经济规模，其各项技术指标和能耗指标都处于以煤为原料的中型化肥厂的先进行列，各种设备基本上已单系列化，规格化。 50、3.4 产品、中间产品的数量、规格及质量指标 3.4.1 中间产品 3.4.1.1 合成氨 质量标准符合GB536-88的要求，组成如下： 氨 99.8(wt) 水 0.04(wt) 油 10ppm 惰气 0.02(wt) 数量 25.0t/h 3.4.1.2 二氧化碳 CO2 98.5(Vol干基) H2 0.8(Vol干基) N2 0.7(Vol干基) 数量 34.6t/h 3.4.1.3 本项目合成氨生产过程中回收副产硫磺 3.4.2 产品 尿素质量符合GB2440-2001标准要求。 产品 粒状尿素 氮含量 46.4(wt) 缩二脲含量 0.8(wt) 水 0.2(wt) 颗粒大小 151、2.4mm 97 游离氨 100ppm 灰分 最大10ppm Fe 最大1ppm 数量 44.0t/h 4 工艺技术方案 4.1 原料路线和工艺方案的确定 本工程地处我国的产煤大省山西，原料来原十分丰富，我国中小型化肥厂的原料煤大部分都是来自以山西。目前国际上大型以煤为原料的氨厂一般是以粉煤为原料，但是我国中小型化肥厂一般是以块煤为原料。为了降低投资，充分利用本项目靠近原料产地的优势，考虑到本项目的具体情况，确定采用块煤为本项目的原料用煤。 依照工艺上要适度先进、节能，技术要成熟可靠，经济上要合理的原则，生产合成氨18万吨/年，尿素30万吨/年采用的工艺技术方案如下： （1）煤气化：采用成熟的52、3.30m造气炉固定床间歇造气、吹风气余热集中回收工艺。 （2）煤气压缩机采用可靠的螺杆式机组。 （3）低压脱硫：采用栲胶法，NHD脱硫的酸性气送本工段尾气吸收塔吸收。副产固体硫磺外售。 （4）变换：采用中变串耐硫低变，饱和热水塔变换流程。 （5）变换气净化：采用先进的NHD脱硫脱碳工艺。 （6）合成气的最终精制采用甲烷化工艺。 （7）原料气压缩机、合成气压缩机、氨压缩机采用蒸汽透平驱动的离心式压缩机组，合成气压缩机同循环机合二为一。 （8）合成气采用分子筛干燥技术，新鲜合成气可以加入到氨合成塔的入口，使大中型合成氨厂有效的节能措施。 （9）氨合成采用卡萨利合成技术，轴径向合成塔，合成压力1553、.0MPa。 （10）尿素采用先进的二氧化碳气提工艺。 （11）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 全厂工艺物料平衡和消耗定额 4.2.1 全厂概略工艺流程 原料煤经筛分后经过加煤机送入固定层煤气发生炉，蒸汽和空气分别进入造气炉，制得的半水煤气经洗涤后送至气柜，再经气柜送往煤气压缩机加压至0.4MPa(G)，加压后半水煤气在低压脱硫工段进行粗脱硫，脱硫后的煤气送至原料气压缩机(即低压机)升压至3.0MPa后，再进变换工段将混合气中CO和H2O反应变换成CO2和H2，再经NHD脱硫、NHD脱碳、甲烷化净化后，成为精制气，氢回收来54、的渗透气与精制气混合后进入合成气气压缩机升压至14.8MPa送入氨合成回路，其中在压力7.0MPa左右进行合成气干燥。合成回路的驰放气经氢回收后返回氮氢气压缩机，非渗透气送入燃料气管网作为造气用燃料。由氨合成制得的液氨送往氨库和尿素装置。 4.2.2 全厂方块流程图和物料平衡 全厂方块流程图见图4-2-1，物料平衡见表4-2-1。 （19） （6） 原料气压缩机变换低压脱硫原料气压缩机造气电除尘原料白煤（1）蒸汽（2） （3） （） （4） （5）空气 （7）NHD脱硫 （10） 氢回收合成气压缩机甲烷化 （8）氨合成NHD脱硫 燃料气（14） （13） （12） （11） （9） （17） 55、（16） （15） （20）氨回收氨库 （18） （21） 4-2-1 合成氨 物 料 平 衡 表 表4-2-1 物料号（1）（2）（3）（4）（5）（6）物料名称原料煤蒸汽半水蒸气脱硫气原料气水蒸气组分分子式分子量kg/hwt%kg/hwt%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%kg/hwt%氢气H22.0H2.9329339.4838.3329310.1438.4129163.5938.41一氧化碳CO28.0C86.1723558.7530.7823535.1930.8423417.5130.84二氧化碳CO244.0O3.115291.356.915185.53656、.805159.606.80氮气N228.0N1.2417602.1622.9917602.1623.0717514.1423.07甲烷CH416.0S0.39298.210.39298.210.39296.720.39氧气O232.0Ash4.87152.930.20152.930.20152.160.20氩气Ar40.0Moisture1.29221.750.29221.750.29220.640.29硫化氢H2S34.080.290.101.610.001.600.00氧硫化碳COS60.05.080.010.200.000.200.00氨NH317.00.000.000.000.00干57、基76307.72100.0075926.17100.00水H2O18.053400100.005433.715406.5413500.00100.00湿基35500.0053400100.003789.51100.0081741.4381332.7113500.00100.00温度常温140.030.040.0300.0250.0压力Mpa（A）常压0.170.1060.43.03.82物 料 平 衡 表 续表4-2-1 物料号（7）（8）（9）（10）（11）（12）物料名称变换气脱硫气脱碳气尾气精制气合成气组分分子式分子量m（标）/h（v）%M（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标58、）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%氢气H22.051928.5352.7051876.6052.9851617.2173.7251.938.3750474.3473.2953569.0274.22一氧化碳CO28.0346.150.35345.800.35344.070.490.350.060.000.00二氧化碳CO244.028231.4428.6527666.8128.2627.670.04564.6391.000.000.00氮气N228.017512.3117.7717510.5517.8817508.8025.011.750.2817508.8025.4217659、22.5924.22甲烷CH416.0296.680.30296.660.30296.630.420.030.00668.360.97718.471.00氧气O232.00.120.000.120.000.120.000.000.000.120.00氩气Ar40.0220.370.22220.350.23220.330.310.020.00220.330.32266.190.36硫化氢H2S34.01.770.000.000.000.000.001.770.280.000.00氧硫化碳COS60.00.010.000.000.000.000.000.010.000.000.00氨NH317.060、0.000.000.000.000.000.000.000.000.000.00干基98537.37100.0097916.89100.070014.83100.0620.48100.068871.96100.072176.38100.0水H2O18.0366.350.000.0029.59249.02湿基98903.7297916.8970014.83650.0769120.9772176.38温度40.040.0040.0040.00117.88压力Mpa（A）2.72.652.600.1614.85 物 料 平 衡 表 续表4-2-1 物料号（13）（14）（15）（16）（17）（1861、）物料名称变换气脱硫气脱碳气尾气精制气合成气组分分子式分子量m（标）/h（v）%M（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%氢气H22.0一氧化碳CO28.0二氧化碳CO244.0氮气N228.0甲烷CH416.0氧气O232.0氩气Ar40.0硫化氢H2S34.0氧硫化碳COS60.0氨NH317.0干基水H2O18.0湿基温度压力Mpa（A） 物 料 平 衡 表 续表4-2-1 物料号（13）（14）（15）（16）（17）（18）物料名称变换气脱硫气脱碳气尾气精制气合成气组分分子式分子量m（标）/h（v）%M（标）/h（v）%m（标62、）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%m（标）/h（v）%氢气H22.0一氧化碳CO28.0二氧化碳CO244.0氮气N228.0甲烷CH416.0氧气O232.0氩气Ar40.0硫化氢H2S34.0氧硫化碳COS60.0氨NH317.0干基水H2O18.0湿基温度压力Mpa（A） 4.3 造气车间 4.3.1 主要任务 本可行性研究以山西jc、yq、hs三种无烟煤混配为原料，年产18万吨合成氨30万吨尿素。造气车间是合成氨生产的“龙头”，其主要任务是制备合格的半水煤气，以进一步加工制得合成氨所需的氮氢混合气。 4.3.2 工艺方案的选择 目前，国内所采用的煤气化法有：德士古水63、煤浆加压气化法、壳牌干粉煤加压气化法、鲁奇法、固定层富氧连续气化法及固定层空气间歇气化法等。德士古水煤浆加压气化法、壳牌干粉煤加压气化法、鲁奇法技术先进且能耗低的煤气化方法，但需使用氧气，为制取氧气必须设立空分装置，致使投资大量费用增加。 国内中型氮肥厂现用的固定层煤气发生炉空间歇气化法，具有操作经验丰富、技术成熟、投资省等优点。其缺点：空气间歇气化法效率低，蒸汽分解率低, 同时要向大气中排出吹风气，若不进行有效的回收则会对环境构成污染。 富氧连续气化法生产能力强，碳转化率、气化率、蒸汽分解率均明显高于间歇气化法。但需要大能力的空分装置，投资增加。 为降低投资, 且稳妥可靠，本工程选用固定层煤64、气发生炉空气间歇气化配吹风其回收工艺技术。对造气车间拟采取以下措施： 1、 根据（91）化规字第7号中型合成氨厂15万吨/年装置技术方案讨论会议纪要的精神，将造气吹风气废锅蒸汽压力提高到3.82MPa，以满足变换的需要。 2、增设吹风气余热回收系统，在回收余热的同时，减少灰尘和CO及H2S气体的排放。 3、增加蒸汽预热器，进一步回收半水煤气中的热量，将煤气发生炉所需蒸汽加以预热，提高制气效率。 4、采用油压控制阀门，降低能耗。 5、采用自动加料机，实现自动连续均匀加煤。 6、采用微机控制，优化操作条件。 4.3.3 造气车间工艺流程简述 原料煤经破碎和筛分后，由皮带运输机送至煤气发生炉顶煤仓里65、，由加料斗经自动加料机间断定时加入固定层煤气发生炉进行气化。制得的半水煤气CO+H2/N2之比为3:1。 煤气化过程分六步循环，其制气分为上吹制气和下吹制气，过程如下： 上吹制气：蒸汽与加氮空气混合后自炉底进入，与碳反应后生成的半水煤气自上部炉口出来，经燃烧室进热管蒸汽发生器、洗气箱，然后经洗涤塔洗涤冷却后送至常压脱硫系统。 下吹制气：蒸汽和加氮空气混合后自炉顶进入碳层，生成的半水煤气自炉底部出来，经热管蒸汽发生器进洗气箱、洗涤塔洗涤冷却后送至常压脱硫系统。 上吹制气与下吹制气所产生的半水煤气经过气柜，送至煤气压缩机。 由脱盐水工段来脱盐水在除氧器中热力除氧后，经锅炉给水泵分别送入煤气发生炉夹66、套锅炉和热管蒸汽发生器中。夹套锅炉作用为防止产生挂炉现馁（灰渣粘在壁上）并回收部分热量以产生0.07MPa(表压)的低压蒸汽。夹套锅炉和热管蒸汽发生器所产生的0.07MPa(表压)低压蒸汽与外管网补充来的低压蒸汽一道，送到煤气发生炉制气用。 来自空气鼓风机的空气送入煤气发生炉的底部，经炭层燃烧后生成的吹风气由炉顶出来送入燃烧炉，将吹风气中CO和H2烧掉，以回收热量和提高燃烧室温度，造气炉的吹风气与氢回收工段来的燃料气一起在燃烧炉中燃烧，燃烧后的高温气体经蒸汽过热器进入余热锅炉副产3.0Mpa的饱和水蒸气，而后该气体进入废热锅炉副产0.07Mpa的饱和水蒸气供造气使用，余热锅炉所产饱和水蒸气经蒸67、汽过热器后供变换工段使用，从废热锅炉出来的烟道气进入空气预热器加热来自二次风机的空气，在经引风机排入烟囱，预热后的空气送入燃烧炉。 自外管网来的1.3MPa的蒸汽，部分作为煤气发生炉吹扫使用，部分经减压后与煤气发生炉产生的蒸汽一起送入煤气发生炉供生产半水煤气使用。 自煤气发生炉炉底排出的灰渣，由渣车送至用户。 煤气发生炉、热管蒸汽发生器、蒸汽预热器底部排出的细灰，经水力送往沉降池。经沉降后的回水送往造气循环水系统处理，以便再循环使用。 冷却水在洗气箱、煤气洗涤塔、电滤器中直接与半水煤气接触，半水煤气被冷却和洗涤，再经高压静电除尘，使半水煤气中夹带的灰尘、焦油、氰化物等大部分被洗涤下来。冷却水经68、沉淀、降灰、冷却等处理后再循环使用。 4.3.4 主要设备的确定 4.3.4.1 煤气发生炉 选用内径3300常压固定层造气炉。 4 8 （1）炉膛面积： F=0.785D2=0.7853.302=8.5486m2 （2）生产强度：单台产气量8000m3/h(标)半水煤气 8000/8.5486=935.83 m3(标)/h.m2 （3）炉子台数确定 生产能力按25tNH3/h 半水煤气消耗定额 3111.70m3(标)/tNH3 设备台数计算为： 253111.70/8000=9.72台 故选用：3300煤气发生炉11台，开10开1备。 4.3.4.2 电除尘器 为满足处理半水煤气量(湿气)69、83420m3(标)/h的要求选择单台处理气量28000m3(标)/h的湿式电滤器3台。 4.4 净化车间 4.4.1 净化车间技术方案的选择 净化车间的主要任务是将造气送来半水煤气中的无用和有害杂质去掉，向合成氨装置输送合格的氮氢气，本车间包括低压脱硫、变换甲烷化、NHD脱硫脱碳。 低压脱硫、变换气脱硫 4.4.1.1低压脱硫 低压脱硫是净化工序中粗脱硫。目前在我国的中型氮肥厂中，对半水煤气及变换气的脱硫方法大都采用湿法氧化再生脱硫，其中应用最为普遍的的ADA法和栲胶法。近年来新的脱硫方法不断开发出来，新的栲胶工艺技术在煤头造气中型合成氨厂中应用愈来愈广。脱硫方法的比较见表4-4-1。 几种70、常用脱硫方法比较表 表4-4-1 脱硫方法名 称所用化学品气体净化度mg/m3(标)硫磺回收率% 蒸汽消耗kg/kgS 电耗kW/kgS操作情况乙醇胺法（MEA）乙醇胺5 70-802317.86 在高CO2浓度下脱H2S腐蚀加重常压加压ADA法ADA、Na2CO3、Na2VO3等5-4092-9322.0 3.13对无机硫吸收易堵氨水催化法NH4OH对苯二酚 100 小合成氨厂使用，净化度差 栲胶法 Na2CO3 V2O5栲胶5-4085-9314.0 1.92无硫堵，溶剂易得由表4-4-1可知，乙醇胺法蒸发损失高，溶液消耗量大，蒸汽、电消耗指标相对较高，对设备腐蚀较严重，溶液易发泡；氨水液71、相催化法氨耗大，脱硫效率低，硫磺不能回收，仅在小型氨厂使用；ADA法脱硫效率高，吸收速度快，但容易造成析硫堵塔，阻塞管道，检修工作量大。 栲胶法脱硫是在改良ADA法基础上进一步改进和提高。该法利用醌型丹宁的转化来传递氧使硫化物被氧化为元素硫，这种方法性能稳定，净化度高，原材料便宜易得，脱硫成本低，不易堵塔，硫磺回收率一般在85%以上。 因此，本工程采用栲胶法工艺技术。 栲胶脱硫反应原理及溶液组成如下： a、 反应原理 所谓栲胶是麻栎或栓皮栎的果壳（即橡碗）经浸提、浓缩、干燥所得的水解型丹宁萃取物，它含有邻苯二酚结构，在碱性液中很易被氧化为醌型结构，这种醌型结构又能被H2S还原为酚型结构，从而达72、到脱硫的目的。 几种主要反应过程如下： 吸收反应： H2S + Na2CO3 NaHS+NaHCO3 氧化析硫再生反应 NaHS+NaHCO3+2NaVO3 S+Na2V2O5+Na2CO3+H2O 同时 Na2V2O5+TQ（醌态栲胶） 2NaVO3+THQ(酚态栲胶) 再生反应 1/2O2+2THQ(酚态栲胶) 2TQ(醌态栲胶)+H2O 4 10 b、溶液组成 总碱度 0.50.7N/l Na2CO3 712g/l NaHCO3 3638g/l 栲胶 2.02.5g/l NaVO3 1.01.3g/l pH值 8.59.0 4.4.1.2 变换甲烷化 4.4.1.2.1变换工艺选择 （173、）在合成氨生产中，由于制取氢气在生产成本中占的较大的比重，因此要尽可能获得更多的氢气。气体中的一氧化碳对合成催化剂有严重的毒害，必须设法除净。变换甲烷化工段就是为解决这两个问题而设置的。本工程将来自原料气压缩机的半水煤气中的一氧化碳与水蒸汽发生变换反应转化成氢气和二氧化碳。变换气中最终一氧化碳的含量低于0.4%(V)。 来自脱碳工段的净化气经甲烷化反应后，其含CO和CO2之和低于10ppm，成为合格的合成气，送往合成气(也称为氮氢气)压缩机。 变换反应： CO+H2O=CO2+H2 HO=41.19kJ/mol 甲烷化主反应： CO+3H2=CH4+H2O HO=-206.16kJ/mol C74、O2+4H2=CH4+2H2O HO=-165.08kJ/mol （2）一氧化碳变换：视原料和其它工序所采用的生产方法的不同而用不同的流程。随着合成氨生产技术发展及生产规模的增加，目前一氧化碳变换过程转向加压下进行，使其设备的尺寸减小，设备布置紧凑，转化率高，投资费用减少。 以焦碳或煤为原料，传统采用二次变换，两次脱碳，“冷热病”严重，设备较多，流程长。为了改变这种状况，在本工程设计中采用近年来新开发的中变串耐硫低变流程，消除了“冷热病”，简化了流程，降低了消耗。 （3）中变串耐硫低变的可靠性和经济合理性 传统使用的Cu系低变催化剂因受硫化物中毒而要求将中变气进一步脱硫，脱硫又采用湿法工艺，常75、温操作；而中变反应在400左右，低变反应在200左右。因而需要先冷后热，使流程复杂，设备多，能耗高。 为解决这一问题，国外公司在七十年代便研制出Co-Mo为主体耐硫变换催化剂，广泛用于高硫煤气化流程和老厂改造。1986年上海化工研究院首先研制成功B301耐硫变换催化剂；1988年湖北化学研究所研制的B302Q球形耐硫变换催化剂，经国内众多化肥厂使用，证明催化剂的寿命可达到5年，而且实践证明，使用耐硫变换催化剂与普通铜系不耐硫催化剂相比具有更高的活性。 本设计中，中变温度为300-480，低变温度为180-220，设计压力为3.0MPa(A)，中变空速Sv=1150h-1；低压空速Sv=150076、h-1。 按入口气量计算，总CO变换率为： X总=（38.3-0.4）100/38.3（100+0.4）=0.986低变变换率： X低=（3-0.4）100/3（100+0.4）=0.863 计算低变出口平衡变换率Xp=0.933，则设计指标仅为平衡变换率的92.5%。 无论从实际操作数据还是从理论计算分析，本设计所选用的工艺条件都是合理的，低变选用耐硫催化剂也是可靠的。 4.4.1.2.2变换催化剂 本项目工艺方案因设有常压脱硫工段，进变换的半水煤气含硫低，因此需要先采用常规Fe-Cr系不耐硫中变，此种催化剂使用寿命长，价格低，对整体工程有利。中变出口气总硫含量150mg/m3(标)，普通的77、低变催化剂将受到硫中毒，不能采用，而选用B302Q耐硫低变催化剂，既能适应气体中的硫化物不受中毒影响，又可串联提高CO变换率，减少中压蒸汽的消耗。 由于耐硫低变催化剂的采用，工艺过程不用先降温脱硫，而是直接串联耐硫低变，流程简化，设备减少，去除“冷热病”，能耗下降。 4.4.1.2.3 饱和热水塔流程的选用 在变换系统中，回收反应热，如用废热锅炉产生中压蒸汽，这样换热温差大，热回收率低。 采用饱和热水塔回收反应热，半水煤气在饱和塔中与来自热水塔的热水逆流接触进行传质、传热，使半水煤气的热焓量和湿含量提高，提高了变换气中H2O/干气的比值；利用热水塔，回收变换气的热量，提高热水温度，以达到回收热78、量的目的。节省外加蒸汽用量，降低了能耗。 综上所述，本设计采用饱和一热水塔，中变串耐硫低变流程。一次变换使出气CO0.4%，去除了以往流程的“冷热病”，工艺简化，能耗降低。 4.4.1.3 NHD脱硫脱碳 南化公司研究院于1984年开发NHD脱硫脱碳净化工艺，88年南化公司研究院与yyy公司共同开发了年产8万吨合成氨NHD脱硫脱碳基础设计。目前在黑龙江化工厂年产18万吨合成氨装置、神木年产20万吨甲醇、金陵石化公司年产30万吨合成氨3万吨氢气项目等一大批大中型煤化工装置上广泛采用。本技术相当于Selexol法、为纯物理吸收，吸收能力大、溶剂无毒，特别适合于脱除高CO2分压的变换气中的CO2气体79、，而且对于H2S有选择性吸收性能。其能耗低于除低温甲醇洗之外的其它净化方法。 4.4.1.3.1 NHD脱硫 脱硫吸收塔进塔溶液为纯NHD溶剂，选用25常温操作，同低温甲醇洗在-50低温下操作相比，无论从冷冻功耗还是低温设备材料和制造上都比较有利，这正是该法不同于其它冷法脱硫的优点，并且常温下NHD溶剂正气压很低，挥发损失极小。 脱硫富液采用水蒸汽汽提，可以使溶剂再生非常彻底，也避免了富液中H2S产生析硫现象。再生放空的尾气送至低压脱硫系统的尾气吸收塔。 4.4.1.3.2 脱碳工艺的选择 目前国内外脱碳方法很多，大致可分三类：化学吸收法如热钾碱法；物理吸收法如低温甲醇洗法、碳酸丙烯脂法、Se80、lexel、NHD法等；物理化学吸收法如活化甲基二乙醇胺法，MDEA法等。 热钾碱法或改良热钾碱法脱二氧化碳工艺是指使用的溶液为热碳酸钾溶液，但溶液中添加不同的活化剂，加快碳酸钾溶液吸收二氧化碳与再生的速度，净化度较高。其优点是技术成熟、经验丰富、溶剂来源广、价格较低、生产稳妥可靠，缺点是溶液吸收能力受碱液浓度限制，不随气相中二氧化碳分压变化，再生能耗高，耗热量达1200kcal/m3(标)CO2左右，改良Benfeild法推出用蒸汽喷射器或蒸汽压缩机使溶液闪蒸的节能技术，单级喷射器可使热耗减少约25%，多级喷射器的热耗可节省 35%，总之化学吸收法能耗比物理吸收法要高得多。 低温甲醇洗法属于81、物理吸收，在低温（-50-60）下，该法具有吸收能力大，溶液循环量小，再生耗热少，净化度高，能综合脱除气体中多种酸性组分，溶剂不起泡，不腐蚀设备，但溶剂本身有毒，设备需用耐低温材料较难解决，耗冷量大，流程复杂，中小规模的氨厂不宜采用。 碳酸丙烯酯法为物理吸收法，溶剂再生时不耗热量，但据现已投产的数家小尿素厂反映，净化气中二氧化碳净化度不佳，必须配置中压氨洗造成氨耗高，能耗大。 MDEA法是于70年代初由德国BASF公司开发的一种高效低能耗脱二氧化碳的新工艺，80年代中期，由南化公司化工研究院开发，该方法介于物理和化学吸收之间，净化度高，CO298.5%，所用溶剂N-甲苯二乙醇胺溶液本身对设备无82、腐蚀，除温度较高的部位可考虑用不锈钢外，其它都可以用碳钢。该法在国内大、中、小化肥厂已有采用，数量不多。 Selexol法为常温物理吸收法，溶剂可选择性脱硫、脱碳，操作温度-510，脱硫为常温，不需要特殊的低温钢，因此该法已是人们研究的中心课题，国外已有许多工厂使用。 NHD法是我国自行开发的一种物理吸收新技术。1985首先由南化公司研究院与yyy公司（化工部第一设计院）合作开发开发了第一套NHD净化的工业装置。运行实践表明，该方法具有不需要蒸汽再生，能耗低，吸收能力大，净化度高，溶剂无毒，对设备无腐蚀等优点。 NHD溶剂的制备国内已在河北蒿城溶剂厂和鲁南化肥厂溶剂车间分别建成600吨/年和383、00吨/年能力的NHD生产装置，溶剂易得。 几种常见的净化方法比较见表4-4-2。 几 种 净 化 方 法 比 较 表 表4-4-2 净化方法生产规模原料净 化 气溶液成份再生方法电耗蒸汽水冷量溶剂耗总能耗H2SCO2 度/tNH3t/tNH3t/tNH3kg/tNH3栲胶脱硫48t/d煤 3ppm0.1%Na2CO3 V2O5栲脱K2CO3DEA多级闪蒸蒸汽再生脱S:56.8脱C:48 合计：104.8 脱S:0.32脱C:1.449 合计:1.769脱S:20.9脱C:115合计:135.92.50.5脱S:0.383脱C:1.544合计:1.927106 kcal/tNH3NHD 脱硫脱84、碳48t/d 煤 1.7ppm0.1% NHD空气气提脱S:14.17脱C:59.5合计:73.67脱S:0.32脱C:0脱S:17.04脱C:0.72 合计:17.760.055106 kcaL/tNH3脱S:0.2脱C:0.2 合计:0.4脱S:0.258脱C:0.247合计:0.505106 kcal/tNH3Selexol500 t/d渣油 1ppm0.05% PEC闪蒸+气提合计:480.015合计:500.057106 kcal/tNH30.14合计:0.713GJ/tNH3低温甲醇洗+液氮洗1000 t/d 煤 - 20ppm甲醇闪蒸+气提合计:25合计:0.31合计:8.16 85、0.288GJ/tNH3 液N2:9.12 m3(标)/tNH3) 1.448GJ/tNH3 (0.346106 kcal/tNH3)MDEA 1000 t/d天然气- 0.1MDEA水闪蒸+气提蒸汽3.1 1.307GJ/tNH3 (0.314106 kcal/tNH3) - - - - 1.351GJ/tNH3 (0.322106 kcal/tNH3) 由上面的比较表可知，NHD法溶剂无毒，能耗较低，不但其技术、设备、溶剂可全部国产外，而且投资较低温甲醇洗低，而低温甲醇洗，需引进技术、部分设备。 鉴于上述比较，本工程选用NHD脱碳工艺，从而达到技术先进、能耗低、投资低，且技术、设备、材料和86、溶剂可全部国产化。 确定合理参数：吸收温度-5，高压闪蒸压力0.8MPa。 4.4.2 净化车间工艺流程简述 4.4.2.1 低压脱硫 来自螺杆压缩机的半水煤气含H2S约为1.62g/m3（标），压力0.4MPa(绝)，温度40，经过喷射吸收器进入低压脱硫塔，在塔内与塔顶喷淋下来的栲胶溶液逆流接触，将气体中的经进口水封后进入脱硫塔，脱硫塔内装有聚丙烯填料，填料高度18米。气体穿过填料层与塔顶喷淋下来的栲胶溶液逆流接触，脱除气体中的H2S脱除到50mg/m3 (标) 以下，经脱硫气水冷器气体被冷却到35，送往原料气压缩机。 吸收H2S后的栲胶富液由脱硫塔底部排出，进入反应槽中，靠自身压力送至喷射87、再生槽上安装的自吸空气喷射器中，通过自吸空气使富液在再生槽中再生氧化成为脱硫贫液。再生后的贫液由贫液泵加压后送入脱硫塔和尾气吸收塔顶部进行脱硫，其中到脱硫塔液体中的小部分经流量调节进入喷射吸收器中。 从NHD脱硫再生塔来的再生尾气进入尾气吸收塔，与塔顶下来的栲胶溶液逆流接触将尾气中的H2S脱至50mg/m3(标)以下，然后从塔顶部排入大气中。吸收H2S后的富液由富液泵升压后和脱硫塔出来的富液汇合后一并进入喷射再生器中。 从喷射再生槽中悬浮出来的硫泡沫自流至中间硫泡沫槽中，再由硫泡沫泵送至高位硫泡沫槽加热至约70。硫泡沫在高位硫泡沫槽中被加热后流入溶流釜中。在熔硫釜中继续加热，溶液流入地下池中，88、由池下泵返回系统，而硫膏被不断加热至熔融态流出，铸成固体硫磺。 4.4.2.2 变换、甲烷化 由原料气压缩机送来的3.0MPa(G)的原料煤气，进入饱和塔在塔内与来自塔顶的热水进行逆流接触传质、传热、增湿，使出塔后的气体水气含量接近饱和，出塔气体与补充的过热蒸汽在蒸汽混合器混合达到所需的气汽比，然后经中温换热器被加热至300进入中变炉上两段催化剂，反应是放热的，从中变催化剂床层出来的气体经甲烷化加热器管间与管内的净化气换热，经中温换热器，进入淬冷器，喷入冷凝液控制出口温度并增加水汽化，气体进入中变炉下段继续进行变换反应，此段装入耐硫变换催化剂，使出口气体的CO含量为2.5%(干)，经第二水加热89、器温度降至200，进入低温变换炉，在催化剂的作用下，进行较彻底的CO变换反应，出低温变换炉CO含量降至0.30.4%，进入第一水加热器，降温后进入热水塔，出热水塔的低变气进入软水加热器，经分离器之后再进入变换气水冷器，及第二分离器。分离冷凝液后约40，送入NHD气脱硫工段。 化学软水由锅炉房软水站来，经软水加热器，被变换气予热至85后，返回锅炉房。 由脱碳工段来的脱碳气进入甲烷化换热器与甲烷化炉出来的气体换热，温度约270，进入甲烷化加热器管内与管间变换气换热，出口温度约300，进入甲烷化炉，炉内装有甲烷化催化剂。CO、CO2和H2进行甲烷化反应，出口气CO+CO2含量小于10ppm，经过甲烷90、化换热器，精制气水冷器，温度降至40，精制气经水分离器分离水后，送往压缩工段合成气压缩机。 4.4.2.3 NHD脱硫 来自变换工段的变换气含H2S约150mg/m3(标)，压力2.64MPa(绝)，温度40，经气水分离器后进入脱硫塔下部，与塔顶喷淋下来的NHD贫液逆流接触吸收绝大部分的H2S及部分、COS、CO2气体，并有少量的H2气被溶解，出脱硫塔的气体温度约24，含有H2S1PPm左右，经塔顶部的不锈钢除沫网，除掉气体中夹带的NHD溶剂，气体被送往NHD脱碳。 吸收H2S后的约34富液由脱硫塔底排出后进入脱硫水力透平回收净压能，然后进入脱硫高压闪蒸槽，压力为1.0MPa，闪蒸气经压力调节91、进入闪蒸气压缩机升压后返回系统。脱硫高压闪蒸槽闪蒸槽排出的闪蒸液经过贫富液换热器与贫富液换热器II来的贫液换热加热至68，进入脱硫中间闪蒸槽，在0.8 MPa下闪蒸，直接进入脱硫再生塔，脱硫中间闪蒸槽排出的闪蒸液经贫液换热器II与脱硫贫液泵来的贫液换热至100，进入脱硫低压闪蒸槽，III级闪蒸气100直接进入脱硫再生塔，低压脱硫闪蒸液经过贫富液换热器III，与脱硫再生塔来的贫液换热至130进入再生塔上部，再生塔底溶剂经过蒸汽煮沸器，用1.0MPa的蒸汽蒸煮，再生塔塔顶压力为0.2MPa，塔底压力为0.2MPa。贫液经过贫富液换热器III和贫液泵II、贫液换热器II，贫富液换热器I、再经贫液水冷92、器用一次水冷却冷却到25，送至脱硫塔顶部。 出再生塔的再生气经过塔上部的旋流板，用塔顶回流的40的冷凝液洗涤冷却 到89进入再生气水冷器，用循环水冷却到40，经再生气分离器分离出水分，浓度为0.2%的尾气送往低压脱硫工段的尾气吸收塔。分离下来的冷凝水送到回流水槽，再经回流泵打入再生塔顶的洗涤段，洗涤再生气，回收NHD溶剂。 为了使脱硫溶液保持清洁，在贫富液换热器II的贫液进出旁路安装了过滤器，使部分贫液流经过滤器，清除机械杂质和硫化物等。 4.4.2.4 NHD脱碳 自NHD脱硫来的脱硫气进入板翅式气体换热器与净化气和低压闪蒸气换热后进入脱碳塔，气体由下而上与从塔顶下来的NHD溶液逆流接触，脱93、碳后的气体离开脱硫塔顶部，经冷量回收后送往合成气压缩机。脱碳塔内塔内有五层碳钢QH-1扁环填料，混合气中的CO2被溶剂吸收。从塔底出来的脱碳富液进入水力透平，回收能量后进入氨冷却，再进脱碳高压闪蒸槽，部分溶解的CO2和大部分H2在此解吸出来，由脱碳高压闪蒸槽出来的闪蒸气进入原料气压缩机二段同煤气一起升压冷却再次循环。 从脱碳高压闪蒸槽出来的溶液减压进入脱碳低压闪蒸槽，此时有大部份溶解的二氧化碳气解吸出来，二氧化碳纯度99%(V)，此谓低压闪蒸气，经过气体换热器，温度升至约35，送往尿素车间。 低压闪蒸槽底部出来的溶液经富液泵提压后分两股，一股经进入空气冷却器换器后送入气提塔顶部，另一股直接去气94、提塔上部，气提塔内有四层50251碳钢扁环，溶液从上而下，与由塔底送入的气提空气逆流接触进行传质传热，此时溶液中所吸收的二氧化碳被气提出来，随空气一起从气提塔顶放空排入大气。 自大气吸入的空气经空气过滤器，进入空气鼓风机升压后，先通过空气冷却器，再经过空气水分离器，将冷凝下来的水分离掉，进入气提塔底部去气提含二氧化碳的NHD富液。 溶液经过气提塔解吸二氧化碳后成为贫液，经贫液泵升压后，经流量调节进入脱碳塔顶部去吸收气体中的二氧化碳。 4.4.3 主要设备的确定 4.4.3.1 低压脱硫塔（一台） 处理气量（湿基）：81589.86m3(标)/h 操作温度：35 操作压力：0.105MPa(A)95、 V操 =81589.86（273+35）1/1.05273 4 =21916.69m3/h 选气速：0.6m/s 塔径 D计=21916.69/0.78536000.6=3.59M 取塔径4.0m 4.4.3.2 中温变换炉（一台） 处理气量（以入口干气量计算） V=77512.00m3(标)/h 上段采用B112、B116或B117中温变换催化剂；下段采用B302Q/B303Q耐硫催化剂。 取空速 Sv=1000h-1 计算催化剂量： VK=77512/1000=77.51m 取Vk=85m3 则中变炉规格为： 内径3600mm， 总高21000mm， 分上、下两段，上段分两层装填催化剂，96、上层床层高h=1.70m， 下层床层高h=2.20m；下段装填一层催化剂，床层高h=2.70m， 4.4.4.3 低温变换炉 （一台） 处理气量（以入口干气量计算） V=99846.39m3(标)/h 采用耐硫变换催化剂B302Q及B303Q。 取空速Sv=1300h-1 计算催化剂量： VK=99846.39/1300=76.80m 取Vk=80m3 低变炉规格为：内径3600mm， 总高21000mm， 分上、下两段，上层床层高h=3.93m，V=40m3，下段装填一层催化剂，床层高h=3.93m，V=40m3。 4.4.3.4 甲烷化炉（一台） 处理气量（以入口干气量计算） V=718797、7.63(标)/h 采用J105甲烷催化剂，则取空速Sv=2800h-1 计算触媒量： VK=71877.63/2800=25.67m 取Vk=30m3 则甲烷化炉规格3200mm， 总高10532mm，内装一层催化剂，床层高h=3.73m。 在甲烷化催化剂上部装高为1m的氧化锌脱硫剂，Vk=8.0m3。4.4.3.5 NHD脱硫塔（一台） 处理气量（湿基）：101550.08m3(标)/h 操作温度：40 操作压力：2.64MPa(A) V操=101550.08（273+40）1/26.4273=4410.20m（标）/h 选气速：0.27m/s 塔径： D计=4410.20/0.7850.98、273600=2.40m 实际取塔径： D=2600mm 4.4.3.6 脱碳塔（一台） 处理气量： 100942.97m3(标)/h 气体操作态体积：V=100942.97(273+11.14)/26.0273=4040.85m/h选气速 ：W=0.16m/s 塔径计算: D计=4040.85/0.78536000.16=2.99（m） 实取塔径 D=3200mm 内装50170.8碳钢阶梯环五层，层高h=7000mm。 4.4.3.7 脱硫再生塔（一台） 处理气量 7800m3(标)/h 气体操作态体积： V=7800（273-2.3）/1.05273=7365.99m/h 选气速： W=99、0.72m/s 塔径计算： D计=7365.99/0.78536000.72=1.9（m） 实取塔径D=2200mm 内装50170.8不锈钢阶梯环 4.4.3.8 CO2气提塔（一台） 以空气为气提剂。 气提气量 22620.39m3(标)/h 气体操作态体积： V=22620.39(273-2.3)/1.05273=21361.73m/h 选气速： W=0.64m/s 塔径计算：D计=21361.73/0.78536000.64=3.40（m） 实取塔径D=3700mm 内装50170.8碳钢阶梯环五层，层高h=6000mm。 4.5 压缩与冷冻 4.5.1 概述 压缩是合成氨生产的重要环100、节，它负责各个工艺装置之间的气体输送满足工艺装置对于气体压力的要求，主要设备压缩机是合成氨厂的最大动力设备，其能力和运行状况将直接影响合成氨厂的产量，对整个合成氨厂的产量和潜力都具有决定性的意义。 本工段包括煤气压缩、原料气压缩、合成气压缩和氨压缩制冷装置。各个机组的主要任务如下： （1） 煤气压缩机负责将造气电除尘送来的半水煤气由常压升压至0.4MPa(A)，送至低压脱硫工段。 （2） 原料气压缩机负责将低压脱硫装置送来的半水煤气由0.33MPa(A)升压至3.0MPa(A)，送至净化车间变换甲烷化工段。 （3） 合成气压缩机负责将净化车间甲烷化送来的精制气由2.4MPa(A)加压至7.0M101、Pa（A）送至分子筛干燥器，再将分子筛干燥器送回的气体加压至14.1MPa（A），然后将氨合成回路来的循环气一起升压至14.85MPa（A），送回氨合成回路系统。 （4） 冷冻氨压缩机为NHD脱碳净化装置和氨合成回路提供冷量。 4.5.2 技术放案的选择 4.5.2 .1 压缩机形式与特点 目前可供选择的压缩机有往复式压缩机、螺杆式压缩机和离心式压缩机。 （1） 往复式压缩机因易损件多，维修量大，在大输气量情况下使用较少，如采用则需要多台机组，管理与维修费用太高。目前在我国小型氨厂普遍采用往复式压缩机。 (2) 离心式压缩机适用于大输气量的场合，目前大型氨厂的原料气压缩机、合成气压缩机以及氨压102、缩机均采用离心式压缩机，该机运转平稳，易损件少，可分段进气，操作灵活。缺点是其结构复杂，造价高。 离心式压缩机适用于多段吸入、大输气量的场合，只需一台即可满足多等级大负荷的输气量要求，采用蒸汽透平则可以通过调节蒸汽透平的转速，来控制负荷的变化，从而有利于节省能量。采用离心式压缩机具有如下优点： a. 输气能力大，排气连续平稳，振动小； b. 易损部件少，连续动转时间长，不需设备用机组； c. 机组外形尺寸小，重量轻，可节省占地及厂房基建费用； d. 可分段进气，有利于节省能量； e. 可用蒸汽透平直接驱动，即能节省电力又便于调节转速以适应负荷的变化； f. 机体内部不需润滑，气体不会被润滑油污103、染，可减少油分离设备。 （3） 螺杆式压缩机是兼有往复式压缩机和离心式压缩机二者优点的容积式压缩机。螺杆式压缩机用于较大输气量的场合，易损件少，可靠性高，振动小，运行稳定。同时适合输送于有一定含尘量、含水量的气体，能够长期稳定运转。但噪音太大，操作环境较差，并且螺杆压缩机不能分段进行，如分机操作，则台数太多，运行管理费用较高。该机型目前大多被用于大制冷量的制冷压缩机。 螺杆式压缩机具有以下特点： a、螺杆式压缩机只是阴阳两转子的啮合造成的内压缩来压缩气体，没有机件的磨损，更没有象往复式压缩机那样有易损的运动部件，如进、排气阀，因此机器故障很少，其使用寿命长，维修简单，操作方便。 b、螺杆式压缩104、机因没有往复运动，所以惯性力小，转速高，运转可靠无振动。 c、螺杆式压缩机因压缩过程是完全连续的，吸气和排气没有往复式压缩机的脉动现象，也没有离心式压缩机的喘振现象。 d、螺杆式压缩机是靠两个转子不接触的旋转来压缩，因此它能适应压缩湿气体以及含有液滴的气体，对液击不敏感，即使吸入少量液体也不会发生事故，因此可在较低蒸汽温度下运行，安全可靠。 e、螺杆式压缩机输气能力大，设备体积小，重量轻，其重量与同能力的往复式压缩机相比减少四分之一，机组占地面积小，设备基础简单，安装方便。 f、螺杆式压缩机利用独特的滑阀调节机构可实现15100%的无级能量调节，通过能量调节，可使操作灵活方便，节省能耗，降低操105、作费用 g、螺杆式压缩机最大的缺点是噪音较大，生产条件较差，对此可以通过消 声隔音设施解决。 本工程根据各工段介质与输气特点选用适当的机组。 4.5.2 .2 煤气压缩机 本工程煤气压缩机输送的是造气工段具有一顶含尘量和含水量的半水煤气，拟采用螺杆式压缩机组。从该机型上面论述的特点来看，选用该能够保证常年稳定运转，为整个工艺装置的连续稳定生产提供了可靠保证。4.5.2 .3 原料气压缩机 原料气压缩机输送的是来自低压脱硫工段较为干净的半水煤气，输气流量8000m3(标)/h左右，采用离心式机组最为合适。 4.5.2 .4 合成气压缩机 合成气压缩机输送的是来自净化工段的精制合成气，输气流量在7106、000m3(标)/h左右，并且存在多股进气的情况，采用离心式的机组是必然和唯一的选择。 4.5.2 .5 氨冷冻 制冷方式有压缩式制冷和吸收式制冷。吸收式制冷一般用于有多余低温热能（如低压蒸汽）的场合，减少了电能的消耗，同时做到能量的合理利用。但是该制冷方式存在能耗高、效率低的缺点，即蒸汽消耗量高、冷却水消耗量大，不宜在本工程这样的缺水地区采用。 本工程采用压缩制冷。本设计要为净化装置NHD脱碳和氨合成两个装置提供不同等级的冷量，制冷量大，并且需要多分段进气，故选用离心式压缩制冷机组。净化和氨合成装置需要的冷量如下： 净化：Q=8.3736x106kJ/h t=-15 P=0.236MPa(A107、) 氨合成：Q=8.75x106kJ/h t=-10 P=0.291MPa(A) Q=1.31x107kJ/h t=3 P=0.48MPa(A) 4.5.3 工艺流程简述 4.5.3.1 煤气压缩机 来自造气电除尘工段的半水煤气，温度35，压力0.104MPa(A)，经分离器进入煤气压缩机入口，气体压力被提升至0.4MPa(A)，出压缩机经冷却、分离水分后送往低压脱硫工段。设备运行时喷入少量软水以降低排气温度，同时防止转子结垢。 4.5.3.2 原料气压缩机 来自低压脱硫工段的半脱气，温度35，压力0.35MPa(A)，经分离器进入原料气压缩机一段入口，气体经过中间冷却、分离水分，最终压力被提108、升至3.0MPa(A)，送往净化工段变换工序。 4.5.3.3 合成气压缩机 来自净化工段甲烷化工序的精制气静入口分离器分离水分，与来自氢回收装置的回收氢气一起进入合成气压缩机一段入口，气体温度40，压力2.6MPa(A)，气体经过中间冷却、分离水分，在7.0MPa(A)进行分子筛气体干燥，干燥后的气体进入合成气压缩机二段入口，气体最终压缩至14.1MPa(A)，与来自氨合成回路的循环气混合进入循环段，压力被提升至14.85MPa(A)，送往氨合成系统。分子筛气体干燥工艺如下： 出合成气压缩机一段的气体，经过冷却分离进入分子筛气体干燥器，分子筛气体干燥系统设两台干燥器，一台运行，一台再生，交替109、运行自动切换。再生气利用干燥后的返回的部分气体。再生气经过再生干燥器加热至316进入再生干燥器。干燥后的气体送至合成气压缩机二段入口。 4.5.3.4 氨压缩机 来自脱碳-15的气氨、来自氨合成工段-10、3的两股气氨分别进入氨压缩机一段、二段、三段的入口，经过段间冷却、最终压缩至1.6MPa(A),气氨在氨冷凝器内冷凝为液氨然后分别送往脱碳、氨合成的氨蒸发器蒸发，提供冷量后的气氨返回氨压缩机，如此重复循环。 4.5.4 主要设备的选择 4.5.4.1 煤气压缩机 选用单机打气量28000m3（标）/h（干基）的螺杆式压缩机，压缩机的台数为： N=80000/2800=2.85m/h选用3台螺110、杆机组，3台全开，不用设备用机。 4.5.4.2 原料气压缩机 本设计选用离心式压缩机一台。参数如下：一段入口：压力0.35MPa(A) 温度40 最终排气：压力3.0MPa(A) 末端不冷却，直接送变换工序。 驱动方式：凝汽式蒸汽透平，蒸汽压力3.82MPa(G)。 4.5.4.3 合成气压缩机 本设计选用离心式压缩机一台。参数如下： 一段入口：压力2.5MPa(A) 温度40 输气量70000m3（标）/h（干基） 一段排气：压力7.0MPa(A) 二段入口：压力6.8MPa(A) 温度4 新鲜气量68000m3（标）/h（干基） 循环段总气量300000m3（标）/h（干基） 最终排气：111、14.85MPa(A) 驱动方式：凝汽式蒸汽透平，蒸汽压力3.82MPa(G)。 4.5.4.4 氨压缩机 本设计选用离心式氨压缩机一台。参数如下： 一段：制冷量：Q=8.3736x106kJ/h 入口压力：0.236MPa(A) 入口温度：-15 二段：制冷量：Q=8.75x106kJ/h 入口压力：0.291MPa(A) 入口温度：-10 三段：制冷量： Q=1.31x107kJ/h 入口压力：0.48MPa(A) 入口温度：3 最终排气压力：1.6MPa(A) 驱动方式：凝汽式蒸汽透平，蒸汽压力3.82MPa(G)。 4.6 氨合成 4.6.1 工艺技术方案 氨合成工段是合成氨厂生产中的112、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Topse公司开发Topse-200、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113、：1000MTD 2）中国陕西 天际煤化工有限公司 生产能力：1000MTD 3）澳大利亚 W.M.C.FERTILIZER SYBELLA CreeK 生产能力：1000MTD 4) 美国 FARMLAND.Ccoeffyille.Kansas 生产能力：1000MTD Topse公司： 1）中国渭河化肥厂 生产能力：1000MTD 2）孟加拉化肥 生产能力：1000MTD 3）印度化肥 生产能力：1350MTD 4）泰国化肥 生产能力：1000MTD 5）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，从而降低了塔的压降，根据卡萨利114、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-300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。 4 30 3）采用床间换热和床间冷激相结合的方法，调节触媒床。115、 （3）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，易产生管束与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116、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型管式废热锅炉，安装、检修方便，结构简单。 本工程推荐使用U型管式废热锅炉。 （4）合成催化剂 在新合成塔设计中使用国际上最好合成催化剂的生产厂商有：英国的ICI公司、丹麦的Topse公司、中国南京化学工业公司（A110-1）、德国的BASF公司，挪威的HYDRO公司。以上，各种型号的117、催化剂都能用到本工程合成塔设计中。 使用寿命可达10年以上。 技术特性： 催化剂（组成）： 主要成份：Fe3O4 助催化剂：K2O、Al2O3、M9O、BaO等 外形： 不规划形状 尺寸： 1.53mm 密度（振动后） 氧化态：2.83.2kg/l 还原态：2.22.4kg/l 热稳定性： 530 合成塔催化剂填装量以Cascle为例 第一床层： 9.4m3 还原态 第二床层： 14.3m3 氧化态 第三床层： 24.8m3 氧化态 总量： 48.5m3 目前暂按瑞士CASALE工艺考虑，工程设计阶段可根据招标情况进行修改。 4.6.2 氨合成压力 氨合成过程为体积减少的放热反应，提高反应力对118、氨的合成反应是有利的。因此传统的中、小型氨厂都是在高压下操作的，一般是在28.5MPa31.5Mpa范围。 近年来，随着氨合成催化剂的性能改进，氨合成压力正逐渐向低压的方向发展。在大型氨厂，配有大型汽轮机驱动的离心式压缩机，使其合成氨生产的总能耗下降。氨合成生产规模大于15万吨/年的能力，在15.0MPa合成压力下均有成熟可靠的生产经验。本工程属于较大型合成氨装置，拟采用15MPa的低压合成。 4.6.3 氨合成工艺流程简述 氨合成反应如下： N2 + 3H3 2NH3 H298= -92.44kJ/mol 来自合成气压缩机的15.0MPa的气体进入热气-气换热器，在该换热器中与来自锅炉给水预119、热器的出塔反应气通过热交换被加热到182。然后气体送往氨合成塔，依次与出第二、第一触媒床的反应气体在第一、第二床间换热器被加热后进入第一触媒床，在氨合成催化剂下反应以增加氨的体积浓度，出第一触媒床反应气进入第二触媒床，第二床出来的反应气在第二间换热器被冷却后进入第三触媒床，出第三床的反应气（称为出塔气）从塔底引出，气体中氨的浓度约为22.1%（v）。可通过支路管线分流部分气体来控制进塔气进入第一触媒床的温度。 反应气通过产生4.0MPa(A)饱和蒸汽方式回收反应热。 废热回收装置是由两个换热器构成的： 废热锅炉，产生4.0MPa(A)饱和蒸汽，气体冷却到290； 锅炉给水预热器，预热进入废热锅120、炉的锅炉给水，气体冷却到199。 在开车操作的早期阶段，为加快热循环，废热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90，加热合成原料气至182。 反应气体再送往水冷器，在这里气体被循环冷却水冷却冷凝，大部分气氨被冷凝成为液氨。出口温度是40。 来自水冷器的合成气和液氨混合物再进入冷气-气换热器，用自氨分离器来冷的循环气在这里进行冷却。 来自冷气-气换热器出塔的反应气体被送往高温冷凝器，在这里被用氨冷冻工段提供的液氨（在3）的蒸发冷却到10。再进入低温冷凝器，用液氨（在-10）蒸发冷却到-4，发生进一步的氨冷凝。最终进入分离器。 从分离器中的合成气分离出液体氨121、，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。 来自分离器的液氨经减压，进入到中压氨闪蒸罐，在此液氨释放出溶解的氮氢气称为贮罐气，并得到最终产品液氨输送到界区外氨库和尿素装置。 来自中压氨闪蒸罐的贮罐气被送往氨回收装置。 4.7 氢回收 4.7.1 氢回收技术方案的选择 氢回收是氨厂节能降耗的重要措施之一，它可以在不增加精制气量的前提下提高氨的产量35%。 回收驰放气中氢的方法主要有深冷法、变压吸附法、中空纤维膜分离法。 深冷法操作压力较低，但能耗较高。同时流程长，操作复杂，设备维修量大。 中空膜分离法与变压吸附法相比，具有投资少、占地少、操作平稳、方便、没有易损的切122、换控制元件等特点。 中空膜分离法，最早由美国孟山都公司开发应用，近年来，中科院大连化物所又进一步研究，并已在众多氨厂成功地应用。氢回收率及回收氢纯度，均能达到85%以上。 因此，本工程采用中空纤维膜分离氢回收的技术方案。 4 33 4.7.1 氢回收工艺流程简述 来自界区外的软水，进入带有氨蒸发管的洗涤水冷却器，冷却到5，由洗涤液泵加压到12.6MPa(A)，送入氨洗涤塔上部。吹出气经软水洗涤出去氨后，进气水分离器分离液滴。气体经加热器，被蒸汽间接加热到45进入中空膜分离器。分离出的含氢87%以上压力为2.6MPa(A)的回收氢气（渗透气）送至合成气压缩机。 非渗透气含有较高的甲烷气，可用为燃123、料气送到燃料气贮罐，并继而送至造气吹风气回收副产蒸汽以及作为生活用燃料气。 氨洗涤塔底部出来的12%左右的氨水经减压2.1MPa(A)送往氨回收装置。 4.8 氨回收 氨回收是将液氨中间贮槽和氨库液氨贮罐气中的氨用蒸氨后含少量氨的残液(软水)吸收，所回收的稀氨水和来自氢回收的氨水一起进入氨蒸馏塔进行蒸馏, 所回收的液氨送回液氨贮罐。工艺流程简述如下： 来自合成工段的贮罐气和来自氨库液氨球罐的贮罐气，进入氨吸收塔底部。由软水贮槽来的软水，经洗涤液泵升压后送入吸氨塔顶部。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124、供氨吸收塔使用。 4.9 氨库 液氨贮存有常压和低压0.4MPa；中压2.02.5MPa三种形式。 常压贮存液氨温度较低为-33，贮罐需用耐低温钢材，适于大型贮罐。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。 因此，以上两种贮存方式的运行费用较高。 第三种为中压贮存。1.62.4MPa贮存，节省运行费用，对于本工程正阳叫嘎规模的合成氨装置，一次性投资太高。 综合考虑，本工程采用低压贮存，根据山西hs地区的气象条件，选取操作压力0.6MPa(G)，使得冷冻保安冰机全年可以有约8个月处于不工作状态，节省运转费用，同时极大地节省了装置的投资。 4.10 尿素125、装置 本尿素装置的设计能力为一套日产1052吨尿素。 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。 4.10.1 氨汽提工艺 氨汽提工艺，即Snamprogetti斯那姆工艺。 氨汽提法尿素工艺核心是采用过量氨作为自气提126、剂的全循环汽提过程。特点主要在合成回路：操作压力150155巴，合成塔入口NH3/CO2 3.33.6，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，有利于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（18巴）循环段和低压（4.5巴）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，借助液氨喷射器吸引返回合成塔。甲铵冷凝器利用冷凝热副产低127、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。 4.10.2 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转化率与NH3的转化率同时考128、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射器的管线，避129、免合成系统的不稳定性； 增加了4巴吸收器，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，改善颗粒大小分布，并便于检修；130、 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，温度分布更为均匀，凝点温度也进一步提高，节省了传热面积，降低了投资。同时，131、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。 第一种工艺已在孟加拉吉大港的KAFCO 52万t/a尿素装置中得以实施，至今已有近3年的运行纪录。第二种工艺用在DSM正在建设中的尿素工厂，132、该厂设在荷兰的Geleen。 目前CO2汽提法通过上述改进，其效果是：既保持低氨碳比、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法相同，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。 4.10.3 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ACES 21 工艺。 （1133、）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，设备具备良好的需腐蚀性。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大大减少，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134、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。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至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。 4.10.4 三种尿素工艺比较和选择 4.135、10.4.1 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 表4-10-1 方法项目CO2汽提法 NH3汽提法ACES法 一、合成条件1、压力MPa（g）2、温度3、NH3/CO2（分子比）4、H2O/CO2（分子比）5、CO2转化率%14.01852.950.4 60 15.6188 3.60.676517.5190 40.5 68 二、 汽提分解1、氨汽提塔操作压力MPa(g) 2、氨汽提塔操作温度(顶/底) 3、CO2汽提塔操作压力MPa(g) 4、CO2汽提塔操作温度(顶/底)5、蒸汽压力MPa(g)6、汽提塔出口液NH3含量(Wt%)7、汽提塔出口CO2含量(Wt%136、) 14.0 187/1671.9781015.0 190/210 2.4525817.5188/1752.2124三、高压冷凝1、高压甲铵冷凝器操作压力MPa(g)2、高压甲铵冷凝器副产蒸汽压力MPa(g)14.00.3915.0 0.40.617.5 0.5 四、 中压分解1、中压分解操作压力MPa(g) 2、中压分解操作温度 1.8155 2.0 160 五、低压分解1、低压分解操作压力MPa(g)2、低压分解操作温度0.31350.481400.3140 六、 中压吸收 1、 中压吸收操作压力MPa(g)2、 中压吸收操作温度 1.81102.0 114七、 低压吸收1、低压吸收操作压137、力MPa(g)2、低压吸收操作温度0.3 75 0.4800.3 40八、 真空浓缩一、 二段浓缩系统的操作压力MPa(g) 操作温度0.0330.00391138 0.030.0031281380.0340.003 112138 4.2.4.2 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 表4-10-2 生产方法传统水溶液全循环法CO2气提法 NH3气提法ACES节能 节资法投资%100123140129 4.2.4.3 三种尿素工艺消耗指标比较 以日产1760吨尿素装置为例，能耗和消耗138、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 表4-10-3 序号项 目单位（单价）CO2气提NH3气提ACES(一) 主要消耗指标1液氨（100%）吨/吨尿素0.57 0.57 0.57 2CO2（100%） 吨/吨尿素0.74 0.732 0.7363蒸汽 2.5MPa 吨/吨尿素0.92 0.7720.573.8MPa 吨/吨尿素0.525 0.6100.564冷却水吨/吨尿素1051081115电度/吨尿素141613(二)能耗106kcal/吨尿素7.587.557.37 4.10.4.4 综述 三种尿素生产工艺能耗不相139、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气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。 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140、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141、显著。但由于技术开发较晚，因此在世界上建设的装置较少。 综合上述情况，本可行性研究报告选用CO2气提工艺，以降低投资，缩短投资回收期。 4.10.5 尿素生产工艺流程简述 （1）原料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，142、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143、中的未反应物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%去大颗粒造粒系统。 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3-5ppm送出界区，解吸后的富144、含氨和二氧化碳的气体经冷凝后送到低压吸收段。 4.10.6 主要设备选择 （1） 二氧化碳压缩机（往复式） 按1052t/d尿素装置能力平衡，需CO2和防腐空气以吸入气量计，正常值为18410Nm3/h。 排出压力：15.3MPa 选往复式压缩机，共三台，两开一备 （2）高压液氨泵（往复式） 能力：正常能力42m3/h。 排出压力：16.0MPa 拟选用两台泵，一开一备 （3）高压甲铵泵（往复式） 能力：正常能力18.7m3/h。 排出压力：15.3MPa 拟选用两台泵，一开一备 （4）尿素合成塔（一台） 选用内径2680mm，设备筒体高约21000 mm高效合成塔， 合成塔衬里材料采用316145、L改型不锈钢。 （5）二氧化碳气提塔（一台） 选用内径1800mm，管板间净高6000 mm， 管材25-22-2 （6）高压甲铵冷凝器（一台） 选用内径1700mm，管板间净高11300 mm 管材25-22-2 4.10.7 三废排放 本装置的主要污染物废气、废水以及尿素粉尘。 废气来源于低压吸收塔和最终冷凝器。低压吸收塔尾气气体总流量约为974Nm3/h，氨含量为0.8%(V)，最终冷凝器尾气气体总流量约为65.75Nm3/h，氨含量为6%(V)。这两股放空气经放空筒75m高空排放到大气，其排氨量甚微，符合相 应的排放标准。 尿素工艺冷凝液经深度水解-解吸处理后，NH3和尿素含量分别5p146、pm，在正常生产稳定时作锅炉给水，在非正常生产的情况下，可送水处理或就地排放，流量22 m3/h。 尿素粉尘来源于造粒顶部，气体总流量约为430364Nm3/h（干基），尿素粉尘含量低于50mg/Nm3，排放高度75m以上，符合国家规定的排放标准。 4.10.8 尿素装置主要设备一览表 主 要 设 备 一 览 表 造气序号名称型号及规格单位数量材料备注1煤气发生炉3300台10碳钢 H=6375mm夹套锅炉加热面积 F=30m2炉篦传动装置台10电机功率7.5kW2除尘器3500mm台10碳钢H=13640mm耐火材料3 燃烧炉6200mm H=14000mm台14废热锅炉热管式H=12362147、mm台10碳钢换热面积:F=880m2耐火材料5洗气箱3500mm H=2400mm台10碳钢碳钢6烟囱2400mm /?1300mm台107煤气洗涤塔4500mm H=16000mm台2碳钢H=50000mm填料：瓷环8电滤器5620mm H=16000mm 台3碳钢处理气量： 28000m39空气鼓风机AI1100-1.28台4排风量：1100m3/min排气压力：2800mmH2O附电机：800kW10油压泵站系统油压泵流量：420 L/h 套3压力：5.0MPa附电机：7.5kW 台611湿式气柜V=10000m3台1碳钢12 第一余热锅炉台1碳钢不锈钢13第二余热锅炉带过热段台1碳钢148、14低温空气预热器热管式 换热面积F=1000m2 台1碳钢15中温空气预热器热管式 换热面积F=1000m2台1碳钢16二次风机 风量:25760m3/h 台 4全压:573mmH2O配电机:90kW17引风机配电机:180kW台 118安全水封2000mm H=1700mm台2碳钢 主 要 设 备 一 览 表 低压脱硫 序号名称型号及规格单位数量材料备注1脱硫塔4000 H3500台1碳钢填料：聚丙烯阶梯环 2反应槽4000 H5500 V=62m3台1碳钢3喷射再生槽5800/?6800 H9000台1碳钢4溶液贮槽6500 H=7000 V=230m3台1碳钢5硫泡沫槽3500 H=4149、000 V=38m3 台1碳钢6高位硫泡沫槽3000 H=3000 V=21m3台1碳钢附搅拌器 N=7.5kW7熔硫釜1000/?1100台1不锈钢 H=3000 V=2.4m38进塔水封2000 H=3300 V=10m3台1碳钢9气液分离器2400 H=6600台1碳钢V=29.8m310制液槽2000 H=2000台1碳钢V=6.3m311溶液地下槽长宽高 台1碳钢200020002000 V=8m312富液泵附电机 N=135kW 台2铸铁13贫液泵附电机 N=315kW台2铸铁14硫泡沫泵附电机 N=11kW台2铸铁15补液泵 附电机 N=11kW台1铸铁16地下槽泵附电机 N=7150、.5kW台1铸铁17制液泵 附电机 N=5.5kW台1铸铁18尾气脱硫塔1600 H2500台1碳钢填料：聚丙烯阶梯环 主 要 设 备 一 览 表 煤气压缩机 序号名称型号及规格单位数量材料备注1煤气压缩机螺杆式台3碳钢 附电机 N=2100kW：2润滑油站1200x3600 V=4m3台1碳钢内装加热盘管3润滑油泵附电机 N=5.5kW 台2碳钢4入口分离器1500 H=4500 台3碳钢5高位油箱台3碳钢6防爆桥式起重机起重量：20/5t 台1碳钢 主 要 设 备 一 览 表 原料气压缩机序号名称型号及规格单位数量材料备注1原料气压缩机离心式台1碳钢凝汽式蒸汽透平驱动N=7857kW2蒸汽151、透平蒸汽压力：3.82MPa(G) 台1碳钢蒸汽温度：440蒸汽量：35.5t/h 3润滑油站台1碳钢附：润滑油泵 附电机 N=5.5kW 台24入口分离器3800 H=4500台1碳钢5高位油箱台1碳钢6冷凝液泵附电机 N=18.5kW台2碳钢7表面冷凝器台1碳钢8防爆桥式起重机起重量：20/5t台1碳钢主 要 设 备 一 览 表 变换甲烷化序号名称型号及规格单位数量材料备注1饱和热水塔 2800/?3400 H=38000 台116MnR/填料塔不锈钢2中温变换炉360021000台115CrMo内装耐硫脱变换催化剂Vk=85m33低温变换炉360021000内装三层耐硫变换催化剂 Vk=152、80m3 4中温换热器12008200 F=383m3台1不锈钢5甲烷化加热器10004500 F=106m3 台115CrMo6循环热水加热器14006000 F=895m3台116MnR不锈钢7软水预热器10006000 F=488m3台115CrMo不锈钢8变换气水冷器12006000 F=660m3台1不锈钢16MnR9甲烷化换热器12006000 F=685m3 台115CrMo10精制气水冷器 10005000 F=353m3台116MnR 11氮气冷却器800691600 F=231m3台1碳钢12氮气加热炉1500/?23000 ?2100台1碳钢上中对流段1500425013153、甲烷化炉320010530台115CrMo内装一层甲烷化催化剂Vk=30m314第一水分离器20006000 V=18.38m3台1不锈钢15第二水分离器20006000 V=18.38m3 台1不锈钢16冷凝液贮槽 26003200 V=14.5m3台1碳钢17淬冷器18006000台1不锈钢18闪蒸槽12003000台1碳钢19精制气分离器12004050 V=6.2m3 台1碳钢20氮气水分离器10004000 V=2.5m3台1碳钢21二硫化碳贮槽 12002200台1不锈钢V=2.4m322蒸汽混合器11002500台1不锈钢23氮气鼓风机 Q=195m3(标)/分台1碳钢P=700154、0mmH2O附电机 N=350kW24补氮风机Q=7m3(标)/min 台1碳钢P=5000mmH2O 附电机 N=15kW25燃料气鼓风机 Q=23.4m3(标)/min台1碳钢P=9800mmH2O 附电机 N=5.5kW26空气鼓风机Q=7376m3(标)/min 台1碳钢P=11596Pa铸铁附电机 N=37kW 27热水循环泵Q=400m3(标)/h H=125m 台2不锈钢附电机 N=90kW28冷凝液泵 Q=40m3/h H=270mH2O台2不锈钢附电机 N=90kW 主 要 设 备 一 览 表 NHD脱硫 序号名称型号及规格单位数量材料备注1变换气脱硫塔260 H39000台155、1碳钢内装聚丙烯环不锈钢76382.5 三层层高 h=6000 2脱硫再生塔1200/2200 H39000台1碳钢内装不锈钢阶梯环不锈钢76382.5 三层 层高 h=60003闪蒸气压缩机往复式台1组合件附电机：200kW4贫液水冷器1200x6000台1碳钢 F=629 m25贫富液换热器IF=1000 m2不锈钢6贫富液换热器IIF=600 m2不锈钢7贫富液换热器IIIF=700 m2不锈钢8再生气水冷器800x7000台1碳钢 F=221 m2 9蒸汽煮沸器F=517 m2碳钢10再生气水冷器F=77 m2台1碳钢11脱硫溶液过滤器 4200 H=6000mm 台1碳钢12消音器5156、16 L=1800mm台1碳钢13脱硫贫液泵I 附防爆电机 N=200kW台2组合件一开一备 14脱硫贫液泵II附防爆电机 N=75kW台2组合件 一开一备15回流水泵附防爆电机 N=30kW台2组合件 一开一备 主 要 设 备 一 览 表 NHD脱碳 序号名称型号及规格单位数量材料备注1脱碳塔3200 H56500台116MnR内装碳钢QH-1扁环下部三层50170.8层高h=7000上部两层3812.70.7层高h=70002气提塔2500/?3700 H52500 台116MnR内装碳钢QH-1扁环下部四层50170.8层高 h=6000顶部一层50170.8层高 h=40003脱水塔5157、00/?1200 H13000台1碳钢内含塔顶冷凝器不锈钢U型管加热器内装不锈钢QH-1扁环3812.70.7两层上层 2.4m下层 0.74m塔顶冷凝器换热面积 F=4.2m2 U型管加热器换热面积 F=19m24气体换热器 板翅式换热器台1铝合金 三流体200028001100 换热面积 F=2490m25氨冷器2400/1000台116MnR换热面积 F=560m36脱水塔冷却器4261480台1碳钢换热面积 F=9m2 列管 252 n=96根 L15007溶液换热器板式台1不锈钢换热面积 F=300m2 8进塔气分离器2400 H=6000台116MnR9净化气分离器1800 H=6158、000台116MnR10脱碳高压闪蒸槽3300 L=11800台116MnR卧式11脱碳低压闪蒸槽3300 L=11800台116MnRV=62m312空气水分离器1600 H=6000台1碳钢V=12m313消泡剂槽长宽高台1碳钢800800800 V=0.5m314溶液贮槽6500 H=7000台1碳钢V=237m315地下槽长宽高台1碳钢400020002000V=16m316空气冷却器380017001600台1组合件换热面积F翅=3200m2F光=380m2 17贫液泵Q=980m3/h台2组合件h=300m附电机N=3150kW18脱碳液能量回收透平Q=980m3/h台1组合件 进159、口压力 P入=2.0MPa出口压力 P出=0.8MPa19 富液泵Q=980m3/h台2组合件h=75附电机N=1500kW20溶液贮槽Q=50m3/h台2碳钢h=50m 附电机 N=15kW21地下槽泵Q=12.5m3/h 台1碳钢h=50m 附电机 N=5.5kW22消泡剂泵Q=4I/h H=25m台1不锈钢附电机 N=0.18kW23溶液过滤器800 H=2613台1碳钢主 要 设 备 一 览 表 合成气压缩机序号名称型号及规格单位数量材料备注1合成气压缩机离心式台1碳钢凝汽式蒸汽透平驱动N=6898kW2蒸汽透平 蒸汽压力：3.82MPa(G)台1碳钢蒸汽温度：440蒸汽量：30.5t160、/h3润滑油站1碳钢附：润滑油泵 附电机 N=5.5kW 台24入口分离器3800 H=4500台1碳钢5高位油箱台1碳钢6冷凝液泵附电机 N=18.5kW台2碳钢7表面冷凝器台1碳钢主 要 设 备 一 览 表 氨合成序号名称型号及规格单位数量材料备注1氨合成塔2330x21000台11Cr1/2Mo触媒 48.5m32废热锅炉2000x20000台1F=252m23锅炉给水预热器 800x3500台1304LF=68m24热气-气换器1200x11500台11.25Cr0.5Mo F=1100m2 5水冷器1200x11500 台116MnRF=530m210,16Mn6冷气-气换热器110161、0x6400台116MnR F=170m210,16Mn7高温氨冷器 1100/1900x1700台116MnDRF=190m216MnD8低温氨冷器1500/2000x7100台116MnDR F=210m216MnD9高压氨分离器1700 H=5300台116MnRSS 10闪蒸罐1300x3900台116MnR11开工加热炉 能力 4.5Mcal/hr台1 CS 主 要 设 备 一 览 表 氨回收序号名称型号及规格单位数量材料备注1氨吸收塔600mm台116MnRH=17500mm20#操作压力 2.2MPa填料高度 10m2氨蒸馏塔700mm台116MnRH=16000mm 20#操作162、压力 1.6MPa填料高度 7.5m 3氨水循环泵Q=10m3/h H=100m台2配:电机:18.5kW4氨水冷却器内450m台116MnR/20L=4500mm F=63m2 5氨水换热器内450m台216MnR/20L=5000mmF=2x83m26再沸器内900m台116MnR/20H=4700mmF=137m27 氨冷凝器内800m台116MnR/20L=5000mm F=135m2 8液氨贮罐内800m台116MnR/20 L=4000mm9液氨压出罐内1800m台1 16MnR/20 L=4000mm 主 要 设 备 一 览 表 氨库序号名称型号及规格单位数量材料备注1液氨球罐1163、5600台216MnRV=2000m3 操作压力 2.0MPa 2保氨冰机 套 2组合件 主 要 设 备 一 览 表 氢回收序号名称型号及规格单位数量材料备注1氨洗涤塔 325m台1H=9000填料高度 4m 操作压力 13.0MPa 2气水分离器2193000台23膜分离器1003000台44加热器套管式换热器台1F=0.3m2 5洗涤水贮槽12001800台1内装蛇管氨冷器蛇管6洗涤液泵流量 2.4m3/h台2开1备1排压 14.0MPa 电机 N=11kW 主 要 设 备 一 览 表 冷冻序号名称型号及规格单位数量材料备注1氨压缩机 型式:离心式套1 一段：制冷量：Q=8.3736x10164、6kJ/h入口压力：0.236MPa(A) 入口温度：-15 二段：制冷量：Q=8.75x106kJ/h入口压力：0.291MPa(A)入口温度：-10三段：制冷量： Q=1.31x107kJ/h入口压力：0.48MPa(A)入口温度：3最终排气压力：1.6MPa(A) 2蒸汽透平凝汽式蒸汽透平驱动蒸汽压力3.82MPa(G) 蒸汽消耗量13.5t/h 3氨贮罐立式台116MnDR2200x40004呼吸罐800x1200台116MnDR5氨冷凝器型式:管壳式19x2 L=9000台116MnDR6间段冷却器型式:管壳式台3CS7氨泵型式：离心式台2Q=82m3/hr P=1.05MPaN=4165、5KW8油站 附：油泵；N=15Kw台1 设 备 一 览 表 尿素 序号名称型号及规格单位数量材料备注1尿素合成塔2680 台12气提塔1800台13高压甲铵冷凝器1700台14高压洗涤器2400/750台15高压喷射器升压0.29MPa(A)台16精馏塔/循环加热器 1200/900台17低压甲铵冷凝器1700台18闪蒸槽1800台19一段蒸发器/分离器3400/1000 台110二段蒸发器/分离器 2800/800台111真空冷凝系统台112解吸水解系统 台113尿液槽6500台114氨水槽8700台115CO2压缩机Q=17500Nm3/h 往复式台116高压氨泵Q=42m3/h往复式 166、台117高压甲铵泵Q=18.7m3/h 往复式台118尿素溶液泵Q=51m3/h离心式台119熔融尿素泵 Q=36m3/h 离心式 台120吸收塔给料泵Q=34m3/h离心式台1 4.11 生产控制 对造气、净化、合成、氨回收、氢回收、尿素等主要生产装置需要调节、联锁和监控的重要工艺参数引入DCS进行操作；压缩机、造气加煤和下灰等程控操作采用PLC控制；重要的工作参数引入DCS进行操作和控制，非重要工作参数实行现场就地显示。 5 原材料、燃料及动力的供应 5.1 原料煤 山西hs县煤炭资源极为丰富，素有“煤乡”之称，为全国重点产煤县之一。在储量、煤种、煤质等方面具有很大的优势。首先是储量丰富面167、积大，境内含煤面积1852平方公里，占全县总面积的82%；地质总储量156亿吨，现有技术条件可开采量达34亿吨。其次是煤种齐全煤质好。储煤有1-5号、8-9号、11-13号共12层，煤种有烟煤、无烟煤、贫煤、瘦煤、焦煤等，发热量平均在8000卡/kg左右。 根据xxx的经验，本工程拟采用山西jc、yq白煤，与hs煤互相混配作为原料煤。原料的供应是完全有保证的。 本工程年产合成氨18万吨，实际入炉干基煤为35吨/小时，约26.88万吨/年，预计年入厂原料煤约29万吨。本工程需要燃料煤15.3吨/小时，367.2吨/天，每年约入厂燃料煤12.35万吨。原料煤和燃料煤均由汽车运至厂内。 5.2 公用168、工程 5.2.1 水 本工程拟采用白泉石南坪、雷庄白仁马连曲一带地下水源地二个水源地，分设单井泵房和集中控制值班室及井群管网向厂区供水。白泉石南坪布深井4眼，设计每眼井出水量50m3/h，4眼井可供水量200m3/h，日供水量4800 m3/d；雷庄白仁马连曲一带沿线布浅水井10眼，平均深度40m,井径4m，设计每眼井出水量50m3/h，可供水量1.2万m3/d。 5.2.2 供热 全厂供热及动力用汽总计需锅炉供汽：正常121.0t/h，最大142.0t/h。 本工程选用循环流化床锅炉作为设计炉型。根据全厂蒸汽平衡，拟建设75t/h，3.82MPa中压循环流化床锅炉三台，二开一备。 5.2.3169、 电 本设计包括与本装置界区内有关的供电、照明、防雷及接地设计。设计交接点在界区内35kV总降压变电所进线处。本工程总的计算负荷为23963.0 kW，其中低压（0.38 kV）负荷6789.0 kW，高压10kV负荷17174.0 kW。一般负荷为二级负荷，其中DCS、消防等用电设备为一级负荷。 6 建厂条件和厂址方案 6.1 建厂条件 6.1.1 地理位置、地形、地貌概况 hs县位于晋中地区东部中段，太行山之巅，清漳河上游。面积2190平方公里，现辖5镇10乡，人口13.42万。县政府驻城关镇。hs县地势高峻，以山地、丘陵居多，仅在清漳河沿岸有小块平川，一般海拔在1300米以上。东部和西部170、山地，森林茂密，多长松柏桦杨。主要山峰：东有阳曲山、五蛇垴；西有人头山、北万山等，海拔均在1800米以上，其中以阳曲山为最高，海拔2058米。主要关隘北有松子岭关，东有黄榆岭关，东北部有马岭关，均地处险峻，为与外界交通要冲。境内主要流有清漳西源、 里恩河和清漳东源等。 6.1.2 厂址位置、工程地质、地震烈度、水文地质概况和有关的水文资料尿素厂初选在松烟马连曲，该位置地处坪松烟镇松烟乡马连曲村一带，厂址北邻榆邢公路，东邻松烟左权拐儿公路，西面环山，南邻马连曲村。座落在松烟村县国营农场处。厂址自然坡度在0-15度之间，上覆第四系地层黄土，下覆长城系白云质灰岩，地层平缓稳定，构造简单，无大的褶曲和171、断层，无煤层及其它矿藏压履。 厂址动峰值加速度0.05,反应谱特征周期为0.45，地震裂度为VI过度段上。 松烟里湾处于清河与洪河交汇处，根据两河历史最大洪峰资料测算： 百年一遇的流量：2521m3/S 五十年一遇的流量：2079m3/S 二十年一遇的流量：1520m3/S 最大流量：1963年8月6日 1000 m3/S 最小流量：1958年-1966年 0 m3/S 多年平均流量：1.38 m3/S 三泉水库、邢村、石南坪属石灰岩裂隙岩溶水区，该区分布面积为323Km2,由奥陶系、寒武系巨厚层石灰岩、泥灰岩、白云岩组成。主要含水层是寒武系地层，水位埋深标高750m以下，补给来源在谷坡由大气172、降水补给，谷底由孔隙水补给。打井深度在600-700m，单井出水量50t/h,水质为重碳酸钙或重碳酸钙镁型。 松烟海眼寺属石英砂岩裂隙水区 该区分布面积为32Km2,组成隔水岩系主要是长城系石英砂岩、薄层砂泥岩及滹沱系变质岩，其主要含水层是砂岩及变质岩构造裂隙水，分布不均匀，补给来源靠大气降水入渗和部分河段入渗。砂岩构造裂隙水打井深度100m，单井出水量30-50t/h,水质为重碳酸钙和重碳酸钙镁型。 6.1.3 当地气象条件本县属温带大陆性气候，是全省高寒山区之一。 自然条件 1、气温： 历年平均气温 6.7 历年最热月（七月）平均气温 19.9 历年最冷月（一月）平均气温 -8.4 极端最173、高气温 37.3 极端最低气温 -32.1 日平均气温低于5的初日为10月21日 终日为4月12日约162天 2、雷电：年平均雷电日数 38天 年平均初雷日 4月24日 年平均终雷日 9月30日 3、气压： 年平均气压 874.6hPa 极端最高气压 898.5hPa 极端最低气压 849.3hPa 4、降雨量： 历年平均降水量 513.9mm 年最大降雨量： 1069毫米 年最少降雨量： 310.8毫米 24小时最大降水量： 163.8毫米 10分钟最大降水量： 24.3毫米 5、雪荷载： 最大积雪深度 ： 29厘米 6、风向 全年主导风向 西南风 夏季主导风向 东北风 冬季主导风向 西南风174、 风速 历年平均风速 2.3m/s 8、土壤冻洁深度： -1.1m 土壤冻结期为11月15日， 解冻期为3月20日 9、无霜期 年平均无霜日数 145天 年平均初霜日 9月23日 年平均终霜日 4月30日 10雾： 年平均雾天日数 25天 11晴阴天 年平均晴天日数 95天 年平均阴天日数 106天 6.1.4 地区和城镇社会经济的现状及发展规划hs县现有耕地24.83万亩，以种植谷子、玉米、土豆、豆类、莜麦、荞麦、小麦、小麻等为主。森林面积为66.5万亩，以油松为主，森林覆盖率为 19.7%。畜牧业主要有牛、羊、骡、马、驴等。 境内矿藏资源有煤、铁、铝、铜等十余种，其中以煤的储量为最，约34175、亿吨，铁次之，约为20至35亿吨。工业主要为煤炭、炼焦、炼铁、机械、建材、化工、印刷、陶瓷等。 境内特产有核桃、花椒等。 区域经济发展战略方针为：县域实行协调发展与差异化竞争策略，实行可持续发展战略，加快城镇化建设，提高经济政策的开放度和透明度，吸纳县外资金、人才、技术、制度经验。hs县工业产业体系可定位为以煤炭深加工产业和农副产品加工业为主。煤炭深加工产业包括以煤炭为原料的工业产品开发，农副产品加工业包括对蚕桑丝麻、畜牧养殖产品、特色果品等农副产品的加工。hs县最重要的工业为煤炭开采业及后续产业、化工原料制造业、原料主要为矿产资源，这些工业主要分布于义兴镇、喂马乡、李阳镇、牛川乡、松烟镇。应176、延长煤炭开采产业的产业链，增加如洗煤、焦化、火电等后续工业的产品各类，围绕煤炭开采业，发展能源消耗产业，化工原料生产，同时保护这一地区的生态环境，实现可持续发展。 6.1.5 交通运输条件厂址松烟马连曲，该区域现有省道董榆线、县道松店线可依托，通过省道董榆线可连接晋中市榆次地区与河北省邢台地区，并经此线实现与外界连接和互通，县道松店线可直通左权县。按照县公路交通“十一五”规划，一是要积极争取建成董汾高速，销往全国各地；二是要规划提升界麻线为省道，随之县道松店线等级相应提升，右实现昔、和、左三县互通。大件及超大件或施工材料运输，均可通过铁路再由公路转运，满足运输需求。 6.2 厂址方案 松烟马连177、曲厂址，地价为每亩7万元左右。地势平坦，新建厂有向南发展的余地，东侧紧临公路。在该厂址处布置二个方案，方案一为不考虑发电的方案，方案二为考虑发电的方案。 厂址区域位置详见区域位置图T06325-EC03PL01。 7 公用工程和辅助设施方案 7.1 总图运输 7.1.1 总图布置总平面布置原则： 1、总平面布置满足生产工艺过程要求遵循生产流程畅通，物料和成品输送短捷，尽量减少占地面积。根据生产的性质、规模、工艺流程、工厂组成、交通运输、环境保护，以及防火、安全、卫生、施工及检修等要求，结合场地自然条件，紧凑、合理地进行布置。 2、符合安全和卫生防护规范的要求，方便管理及检修。 7.1.2总平面178、布置工厂内设施按生产性质和使用要求划分为以下功能分区： 锅炉区：包括生产锅炉房和开工锅炉房。 造气及净化生产装置区：包括造气化装置、气柜装置、电除尘装置、电除尘装置、煤气压缩、原料气、合成气压缩、冷冻、变换甲烷化、NHD脱硫脱碳、和相应的变、配电系统。 合成氨及尿素生产装置区：包括氨合成装置、氢回收、氨回收、尿素装置、处理及相应的变、配电系统。 控制区：全厂综合控制及化验、全厂环保气防站 供电和供水区：全厂生产生活及消防水系统、中水回用系统、工厂总变电站。 辅助生产设施区：包括净循环水、浊水循环水系统、原水处理、脱盐水站、污水处理场、液氨贮存、NHD贮罐区、火炬等。 维修及仓库区：包括综合维修179、五金建材库、设备库、全厂化学品和油料仓库、机械,土建维修等。 厂前区：包括综合办公楼、全厂通讯站、汽车库、消防站、倒班宿舍及浴室等。 仓贮区划分为以下功能分区： 原料和燃料煤储运区：包括卸煤系统、输煤系统、干煤棚等。 尿素储运区：包括尿素仓库、尿素包装及尿素运输等。 总平面布置详见总平面布置图T06325-EC03PL0203。 厂区有三个出入口，其中靠近办公区为人流出入口；另外在原料储运区及成品仓库区设置了货流出口。各个出入口均可在事故状态下起到紧急出口的作用。在厂前区布置有停车场及自行车场等，并集中绿化，形成良好的办公环境及外部形象。 厂区道路采用城市型混凝土路面。道路呈环行布置，有利于180、工厂运输和安全消防，厂区主管廊及主要地下管网沿主干道两侧布置。 厂区主要技术经济指标 表7-1-1 序号指 标 名 称 单 位 数量备 注1本工程占地面积平方米2908832建构筑物及堆场占地面积平方米785383道路及场地占地面积平方米639944管线.管架.明沟占地面积平方米255985建筑系数% 266场地利用系数% 57.87绿化系数%158站内铁路m3407.1.3 竖向设计原则及土方工程量（1） 竖向布置原则 本工程竖向设计结合工厂场地现状进行设计，在满足工厂内、外运输和消防的基础上，合理确定场地设计标高和竖向布置型式，尽量减少土方工程量。 （2）竖向布置 自然场地较平坦，竖向布置181、采用平坡式布置，排水采用暗管式排水。场地雨水通过道路收集，汇入雨水井，管道排出厂外。 （3）土方工程 土方工程在符合竖向设计原则的前提下，力求最小，并使填挖方量接近平衡。由于场地的地形图标高不全，土方工程量待以后确定。 7.1.4 绿化 全厂绿化以种植草坪、行道树为主，行道树选用当地树种中耐腐蚀的树种，厂前区重点绿化。绿化率15%。 7.1.5 工厂运输 7.1.5.1 运输量 合计全厂总运输量约为65.57万吨/年。其中： 本工程年产合成氨18万吨，实际入炉干基煤为35吨/小时，约26.88万吨/年，预计年入厂原料煤约29万吨，由汽车运至厂内； 本工程需要燃料煤15.3吨/小时，367.2吨182、/天，每年约入厂燃料煤12.35万吨。原料煤和燃料煤，由汽车运至厂内； 本工程合计运入石灰石、各类化学催化剂及其它化学品、备品备件、建材约5507吨/年； 本工程运出成品尿素为33.68万吨/年，造气炉灰渣4.6万吨/年，锅炉排废渣2.99万吨/年。 7.1.5.2 运输方案及运输工具 原、燃料煤运输目前采用汽车，考虑将来采用火车运输的可能性；成品尿素运输采用火车、汽车联合运输方式（火车占50%、汽车占50%）。铁路调车、运输作业按委托当地铁路部门完成，原、燃料煤汽车运输依托社会运力。 工 厂 运 输 量 表 单位：吨 表7-1-2 序号货物名称 货物形态包装方式来 源备 注铁路 公路一 运入183、1原料煤 282240固散本地2燃料煤123530固散本地3各种催化剂70固袋本地或进口4NHD溶剂79液槽车本地5其它化学品80 固、液 槽车、汽车本地或进口6石灰石4608 固散本地7润滑油、燃料油 130液槽车本地8备品备件金属材料120固汽车 本地或进口9建材及劳保用品500固汽车 本地或进口小 计411357 二运出1尿素168421168421固 袋50%为铁路2气化灰渣46000固散3锅炉灰渣29952固散小 计168421 244373 合 计168421 6557307.1.3 工厂排渣 本工程造气废渣及锅炉废渣的排除，按当地贯例，卖给当地水泥厂作为建筑材料的原料。 7.1.184、4 排渣场 本工程主要废渣为造气灰渣和热电站产生的锅炉灰渣，共计约7.6万吨/年，可用于铺路、作为建筑材料、烧砖和水泥，或送至渣场。 7.2 给排水7.2.1 工厂给水 7.2.1.1 水源及取水方案 本项目为新建企业，拟建在山西省和顺县境内。和顺县位于晋中地区东部中段，太行山之巅，清漳河上游。 根据甲方提供的和顺县水利局关于新建尿素厂项目供水方案的研究与分析，该区域水资源尚属丰富，可保证本工程的用水水量和水质要求。 1）白泉石南坪地下水源地资源条件白泉石南坪段地地面裸露岩性为O2X和O2S的石灰岩，具有一断距约80m的北西南东走向的大断层，根据补给流和地表覆盖降水入滲计算，该区面积45km2185、，可布深井4眼，设计每眼井出水量50m3/h，4眼井可供水量200m3/h，日供水量4800 m3/d，水质好。 2）雷庄白仁马连曲一带地下水源地资源条件 雷庄白仁马连曲一带沿线布浅水井10眼，平均深度40m,井径4m，设计每眼井出水量50m3/h，可供水量1.2万m3/d。 本工程拟采用上述二个水源地，分设单井泵房和集中控制值班室及井群管网向厂区供水。 7.2.1.2 全厂水量平衡 根据各生产装置、辅助生产装置及公用工程设施的生产、生活用水要求，本工程正常需水量为448.8m3/h，最大为526.2m3/h。 由全厂用水排水表（7-2-1）及全厂水量平衡图（T06325-EC03-EE01）186、可见： 全厂新鲜水用量正常为448.8m3/h（含生活用水），循环水总用量正常为15519m3/h，二次回用水量正常为151.2m3/h，水的复用率约为97.1%。 全厂用水排水量表 表7-2-1 序号装置或车间名称用水量及要求排水量及其特性备 注 水的用途进口水压MPa 用水量（m3/h）用水状况排水量（m3/h）排水状况 正常最大连续/间断给水系统正常最大连续/间断余压Mpa排水系统污染特征1造气冷却水 0.335284057连续浊循环给水35284057连续0浊循环回水2造气（电除尘）冷却水0.3548630.2连续浊循环给水548630.2连续0浊循环回水3NHD脱硫冷却水0.4809187、0连续生产给水8090连续0.25二次水去盐脱水站冷却水0.4160176连续循环给水160176连续0.25循环回水4NHD脱碳冷却水0.41620连续循环给水1620连续0.25循环回水5变换冷却水0.4189220.6连续脱盐水189220.6连续0.4脱盐水去锅炉房冷却水0.4380456连续循环给水380456连续0.15循环回水6CO2压缩冷却水0.4518596连续循环给水518596连续0.25循环回水冷却水0.411.5间断生产给水11.5连续0净下水7煤气压缩机冷却水0.4480530连续循环给水480530连续0.25循环回水8低压脱硫冷却水0.41315.6连续循环给水188、1315.6连续0.25循环回水冷却水0.411.2间断生产给水11.2间断0净下水9尿素冷却水0.432473735连续循环给水32473735连续0.25循环回水10氨合成压缩/氨回收冷却水0.437194105.4连续循环给水37194105.4连续0.25循环回水冷却水0.411.5间断生产给水11.5间断0净下水11氨冷冻冷却水0.429103201间断循环给水29103201连续0.25循环回水12机运0.411间断生产给水连续进入系统0.407连续生产给水07间断0净下水13锅炉房0.41421连续生产给水1421连续0冷凝回水循环水补水0.4189220.6连续经变换转供108189、.4129.5连续净下水去盐脱水站0.4连续35连续0净下水14脱盐水站0.258090连续NHD脱硫二次水22.225.9连续0制备脱盐水189/220.6（m/h）0.422.827连续生产给水连续0.4108.4129.5连续由锅炉房转供连续15循环水系统0.4281308连续生产给水57.264.2连续二次水浊循环补水0.4连续1214连续0污水污染去污水处理0.41421连续锅炉房二次给水连续16全厂生活化验0.3611间断生活给水611间断0生活污水污染去污水处理17绿化及道路洒水0.309间断生活给水18未预见水量0.44148连续生活给水4148连续0净下水19合计新鲜水量44190、8.8/526.2（m/h）脱盐水量211.2/295.2（m/h）净循环水量11443/12535（m/h）浊循环水量4076/4687.2（m/h）回用水量151.2/175.2（m/h）污水量18/25（m/h）净下水排水量69.2/90.1（m/h）7.2.1.3 厂区给水系统方案 全厂给水系统划分为：生产、生活、消防（低压）给水系统；高压消防给水系统；循环水系统；脱盐水系统；以及二次水回用系统。 （1）生产、生活、消防（低压）给水系统生产、生活、消防（低压）给水系统由设在供水加压泵房内的供水泵及全厂生产、生活、消防（低压）给水管网等组成，供给全厂各生产装置、辅助生产装置及公用工程设施191、的生产、生活及消防（低压）用水。 全厂生产、生活用水量正常为448.8m3/h，最大为526.2m3/h。低压消防用水量，室内为25L/s，室外为30L/s，合计为55L/s。据此，生产、生活、消防（低压）给水系统设：生产、生活给水泵3台，2用1备；消防（低压）给水泵2台，1用1备。 为保证厂内用水安全，设生产、生活、消防蓄水池四座，总容积为4000m3。当外部水源输水管线发生事故时，在保证消防蓄备水量不被动用的情况下，蓄水池仍可保证4小时正常生产用水量。 生产、生活、消防（低压）给水由泵房双线供出至厂区环状管网，系统供水压力0.45MPa。厂区环状管网设置了室外地上式消火栓，并设有阀门予以分192、隔，以保证系统消防供水及灭火的要求。 （2） 高压消防给水系统 高压消防给水系统由设在供水加压泵房内的供水泵及高压消防给水管网等组成。本系统泵房及贮水池，与生产、生活、消防（低压）给水系统合建于一处。 根据建筑设计防火规范（GBJ16-87）（2001版）和石油化工企业设计防火规范GB50160-92（1999版），全厂同一时间内火灾次数按一次计。本工程消防用水最大处发生在工艺装置，消防用水量按150L/s计，火灾延续时间为3小时。据此，系统设高压消防给水泵2台，1用1备；稳压泵2台，1用1备。高压消防给水系统采用稳高压制，平时由稳压泵运行保持管网压力在0.8MPa左右，发生火警时，随着消防管193、网的压力下降,自动启动高压消防给水泵供水，消防管网供水压力0.95MPa。 高压消防给水由泵房双线供出至厂区环状管网。厂区环状管网设置了室外地上式消火栓、消防水炮消防设施，并设有阀门予以分隔,以保证系统供水及灭火的要求。 （3）循环水系统 本工程所需循环水总用量正常为15519m3/h，最大为17522.2m3/h。按照各工段、 生产类别的不同，将系统设施划分为两套循环水系统。其中，净循环水系统一套，浊循环水系统一套。 1）净循环水系统 本系统主要满足工艺装置循环冷却水用水要求。 本系统循环水量正常为11443m3/h，最大为12835m3/h。系统由逆流通风冷却塔、循环水泵房、水质稳定处理设194、施及供回水管网等组成。本系统冷却塔计算气象参数（保证率95%）为：干球温度19.9、相对湿度69%、大气压力874.6hPa。 生产过程中经换热设备使用过的冷却水回水靠余压上塔（回水余压0.2MPa），经冷却塔冷却降温后进入塔下循环水集水池，再经循环水泵加压后供用户循环使用。系统设L8.53型风机逆流通风冷却塔4座；循环水泵4台，3用1备。系统供水压力0.4MPa，供水温度32，回水温度42。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。水质稳定处理由水质稳定药剂投配、加氯及旁滤等组成。 系统补充水来自厂区生产195、给水，补水量约为263.2295.2m3/h。系统排污水送至浊循环水系统作为补充水二次利用。 2）浊循环水系统 本系统主要满足造气装置循环冷却水用水要求。 本系统循环水量正常为4076m3/h，最大为4687.2m3/h。系统由一沉池、二沉池、堆灰池、热水池、逆流通风冷却塔、循环水泵房、过滤设施、过滤后水池及供回水管网等组成。 本系统冷却塔计算气象参数（保证率95%）为：干球温度19.9、相对湿度69%、大气压力874.6hPa。 生产过程中使用过的冷却水回水重力回流至一沉池，经去除部分灰渣后进入二沉池，再经进一步去除灰渣后进入热水池，经热水泵提升进入冷却塔，经冷却塔冷却降温后进入塔下循环水集196、水池，再经冷水泵加压后，大部分送至造气装置循环使用，少部分经由过滤设施进一步除浊后，再由过滤水泵加压后送电除尘装置循环使用。 系统设L8.53型风机逆流通风冷却塔2座；热水泵2台，1用1备；冷水泵2台，1用1备；过滤设施6台；过滤水泵2台，1用1备。系统供水压力0.3MPa，供水温度32，回水温度42。一沉池、二沉池内设抓斗桥式起重机清除沉渣。 系统补充水来源分为三部分，其中：主要部分来自净循环水系统的排污水二次利用补给，另一部分来自锅炉房的排污水二次利用补给，少部分来自厂区生产给水，合计补水量约为8998m3/h。系统排污水送至污水处理系统，与生活污水一起处理达标后排放。 4）脱盐水系统 本197、工程脱盐水的需要量正常为189m3/h，最大为220.6m3/h。脱盐水的电导率（25）0.2S/cm，二氧化硅20g/L。 根据上述要求，脱盐水系统的规模制备能力按240 m3/h考虑。考虑到水处理过程自用水的消耗及回收率，脱盐水系统需用原水211.2246.5m3/h；为尽量节约源水耗量，提高水的重复利用率，本设计脱盐水系统的原水分别来自以下三路： a. NHD脱硫装置使用后的二次水供给8090m3/h； b. b. 全厂55冷凝回水108.4129.5m3/h； c. c. 厂区生产给水22.827m3/h。 脱盐水装置包括脱盐水制备和冷凝水精制两套系统。 脱盐水制备拟采用的设计方案为：198、多介质过滤器 保安过滤器 高压泵 反渗透（RO）装置 脱气塔 中间水箱 中间水泵 混床 脱盐水箱 脱盐水泵 用户。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。 冷凝水精制拟采用的设计方案为：冷凝回水 换热 冷凝水箱 冷凝水泵 前置阳床 混床 脱盐水箱 脱盐水泵 用户。 本设计采用二组产水能力为70m3/h的反渗透（RO）装置，脱盐水产水能力140m3/h，回收率为75%，脱盐率不小于97%。 脱盐水装置浓排水经反洗水箱回收后用作过滤器反洗水。多余浓水溢流排至净下水系统。 5）二次水回用系统 本系统主要为节约源水耗量，提高水的重199、复利用率，满足全厂相关装置二次水用水要求。 本系统二次水回用水正常为151.2m3/h，最大为175.2m3/h。系统将已经使用过的一次生产水及净循环水系统排污水，按水质状况和使用要求，分别送至各相关用户。 如：NHD脱硫装置使用过的一次生产水利用余压送至脱盐水系统作为原水制备脱盐水；锅炉房及净循环水系统的排污水，经收集后由二次水回用泵提升送至浊循环水系统作为补充水。系统设二次水回用泵2台，1用1备。系统供水压力0.2MPa。 7.2.2 工厂排水 根据全厂水平衡，本工程排水总量正常为87.2m3/h，最大为115.1m3/h。其中：净下水排水量正常为69.2m3/h，最大为90.1m3/h；200、污水排水正常量为18m3/h，最大量为25m3/h（其中：生活及化验污水量正常为6m3/h，最大为11m3/h）。 净下水将与雨水一同经相应排水系统外排；污水排水需经污水处理装置处理达标后外排。 全厂排水系统划分为：生产、生活污水排水系统；雨水和净下水排水系统；以及污水处理系统。 7.2.2.1生产、生活污水排水系统 本工程生活污水，由排水管道收集后排至化粪池，经初级处理后，再与全厂生产废水一道，经系统管网排入污水处理系统。污水经处理达标后外排。 7.2.2.2雨水和净下水排水系统 本工程厂区内的雨水和生产装置排出的净下水，经系统管网收集后外排。为避免管道埋深过大，拟在厂区周围设置2个以上雨水201、排出口。 设计采用的降雨强度公式为： Q=880（1+0.86lgp）/（t+4.6）0.62（1/s.ha） 7.2.2.3污水处理系统 本工程产生的污水以造气浊循环水系统排污水和生活污水为主，综合污水的可生化性较好。 根据污水的实际水量，同时考虑设计规模适当留有余地，本设计污水处理系统规模为30m3/h。 污水处理系统工艺方案： 根据综合污水水质和排放要求，本工程污水处理的特点是，除应去除有机污染物外，脱氮要求也很高。为此，设计拟采用SBR污水处理工艺技术，即：在一个SBR池中完成进水、反应、沉淀、排水静置五个工序。该工艺具有管理简单、节省占地耐冲击负荷强等特点。通过调节反应周期及各阶段反202、应时间，使其交替处于好氧、低氧、厌氧的环境条件中，完成硝化-反硝化过程，对去除NH3-N和TN有着良好的效果，同时减少了碱度的消耗。处理达到合成氨工业水污染物排放标准（GB13458-2001），即：PH 69、COD100mg/L、SS60mg/L、氨氮40mg/L、石油类5mg/L、挥发酚0.1mg/L、氰化合物0.2mg/L、硫化物0.5mg/L。出水经泵提升后排至厂外。 生产污水和生活污水，首先进入污水集水调节池进行水质水量调节，将污水的可变性减小到最小，再经泵将污水提升至SBR反应池。 SBR工艺污泥产量少，设一座污泥浓缩池对污泥进一步浓缩及贮存，利用螺杆泵将浓缩污泥送往污泥脱水机进203、行脱水，脱水后的污泥含水率小于80%，与煤掺混送锅炉焚烧或外运堆埋。 7.2.3 附表及附图 主要设备一览表 表7-2-2 全厂水量平衡图 T06325-EC03-EE-01 主 要 设 备 一 览 表 供水加压泵房 表7-2-2 序号设 备 名 称单位数量材质备 注1生产、生活水泵台3铸铁Q=420m3/h、H=48m、n=1450rpm电动机：P=90kW/380v2二次水回用水泵台2 铸铁 Q=108m3/h、H=20m、n=1450rpm电动机：P=11kW/380v3 稳压泵台2铸铁Q=12m3/h、H=80m、n=2900rpm电动机：P=5.5kw/380v4低压消防泵台2铸铁Q204、=270m3/h、H=46m、n=2950rpm电动机：P=55kW/380v 5高压消防泵台2铸铁Q=590m3/h、H=93m、n=1450rpm电动机：P=315kW/10kv6检修排水泵台2铸铁Q=13.5m3/h、H=11m、n=1450rpm电动机：P=2.2kW/380v7电动单梁悬挂起重机套1组合件Gn=5t、S=5.5m、起升高度：10m电机：P=2x0.8kW/380v 配套电动葫芦：套1组合件 电机：P=0.8x2+7.5x2kW/380v 主 要 设 备 一 览 表 循环水泵房 表7-2-2 序号序号设 备 名 称单位数量材质备 注一电站净循环水系统1冷却塔台2钢砼 Q205、=3500m3/h、t=10配套风机，静压152Pa 台2组合件风量273104m3/h、n=1470rpm P=160kW/380v2 循环水泵台2铸铁Q=7200m3/h、H=31m、n=730rpm电动机：P=800kW/10kv3全自动无阀过滤器 台1碳钢 Q=200m3/h二其它装置净循环水系统1冷却塔台4钢砼Q=3500m3/h、t=10配套风机，静压152Pa 台4组合件风量273104m3/h、n=1470rpm P=160kW/380v2循环水泵台4铸铁Q=4500m3/h、H=51m、n=960rpm电动机：P=800kW/10kv3全自动无阀过滤器台3碳钢 Q=200m3206、/h三.浊循环水系统1冷却塔台2钢砼Q=3500m3/h、t=10配套风机，静压152Pa台2组合件风量273104m3/h、n=1470rpmP=160kW/380v2热水泵台2铸铁Q=4700m3/h、H=20m、n=730rpm电动机：P=355kW/10kv3冷水泵台2铸铁Q=4320m3/h、H=48m、n=960rpm电动机：P=710kW/10kv4过滤水泵台2铸铁 Q=693m3/h、H=14.8m、n=1450rpm电动机：P=45kW/380v 5 滤后水泵台2 铸铁 Q=684m3/h、H=43m、n=1450rpm电动机：P=132kW/10kv6 全自动无阀过滤器台4207、碳钢Q=200m3/h7抓斗桥式起重机台1碳钢 Lk=25m配SSZ5-1.6型抓斗 V=1.6m3大车电机 25.5kW小车电机 21.0kW 起升电机27.5kW四.其它设备1排污泵台2铸铁Q=40m3/h、H=10m、n=2900rpm电动机：P=5.5kW/380v2加氯系统套3 组合件Q=75150kg/h 背压0.2MPa 精度10%配套台秤：称量范围 21000kg 精度：0.2%3加药装置套2不锈钢 溶解槽 2m3，溶液槽4m3 搅拌机 P=0.37kW/380v计量泵 Q=0200L/h H=0.6MPaP=0.55kW/380v4监测换热器套2组合件换热面积：0.177m2208、蒸汽用量：35kg/h热负荷：25200kcal、P=0.7kW/380v进出水温：40/28度5电动双梁桥式起重机套 1碳钢Gn=10t、S=10.5m行车电机：P=4x0.8kW/380v配套电动葫芦：Gn=20t 套 1 组合件电机：P=0.8x2+18.5kW/380v 起升高度10m6手动单梁悬挂起重机套1碳钢Gn=2.0T、跨度：4m起升高度3-10米配套环链手拉葫芦套1碳钢Gn=2.0T 主 要 设 备 一 览 表 脱盐水站 表7-2-2序号设 备 名 称单位数量材质备 注1原水泵 台2铸铁Q=250m3/h、H=45m P=55kW/380v 2反洗水泵台1 铸铁 Q=360m209、3/h、H=30m P=45kW/380v3反冲洗泵台1不锈钢 Q=100m3/h H=50mN=30kW/380v4离心高压泵台2不锈钢 Q=130m3/h、H=130160mP=90kW/380v5中间水泵台2不锈钢Q=200m3/h H=50 m P=55kW/380v 6 再生泵台2不锈钢Q=65m3/h H=50 mP=18.5kW/380v7冷凝水泵台3不锈钢Q=140m3/h、H=45mn=1450rpmP=37kW/380v8脱盐水泵台3不锈钢Q=240m3/h、H=80mn=1450rpmP=75kW/380v9中和废水泵台2铸铁Q=27m3/h、H=10m、n=2900rp210、m电动机：P=5.5kW/380v10多介质过滤器台10碳钢衬胶Q=6070m3/h、流速9m/h 3000、H 4800反洗强度1015L/m2.s气洗强度30L/m2.s115微孔过滤器台2不锈钢 Q=130m3/h、=60012反渗透装置套2膜：TFC产水量70m3/h 其它：不锈钢回收率75%13混合离子交换器台2碳钢衬胶 Q=140m3/h、2500、H540014前置阳床 台2碳钢衬胶Q=150m3/h、2500、H550015精制混床台2碳钢衬胶 Q=150m3/h、2500、H5500 16阻垢剂投加系统套1PE计量泵2台： Q=02.2L/h不锈钢H=1.0Mpa、P=0.1211、5kW/380v计量箱1台：V=150L PE17反渗透清洗系统套1清洗水泵1台：Q=80m3/h 不锈钢 H=50m、P=22kW/380v清洗药桶1台：V=2.5m3 PE 微孔过滤器1台：Q=80m3/h不锈钢18酸计量箱台1玻璃钢 xH=1200x1500、V=1.5m3 19碱计量箱 台1玻璃钢xH=1200x1500、V=1.5m320酸雾吸收器台1pvcDN500 21 除二氧化碳器台1碳钢衬胶 Q=200m3/h、CO21500 7.4.5.2 燃料煤及脱硫剂消耗量 燃料煤消耗量 正常：15.3t/h；最大：18t/h（三台锅炉满负荷运行总耗煤28.4t/h） 石灰石（脱硫剂）212、消耗量 0.6t/h（粒度为02mm） 7.4.5.3 燃烧系统 本工程选用循环流化床锅炉，要求燃煤粒度为010mm，正常运行时锅炉房小时耗煤量15.3t/h。 循环流化床锅炉用燃料煤经煤储运系统处理合格后存放于炉前煤斗，经溜煤管至锅炉给煤机，给煤机出口与炉膛连接，煤由播煤风吹进炉膛燃烧。燃烧需要的空 气经一、二次风系统从炉膛不同部位进入炉膛。燃烧后的烟气进入旋风分离器，未燃尽的颗粒经返料器进入炉膛循环继续燃烧，烟气进入除尘器除尘后经引风机引至烟囱高空排放。 锅炉采用轻柴油点火系统。本工程在厂区设置点火用50m3轻柴油储罐2个及卸油、供油泵。锅炉房年点火耗轻柴油约100t。 7.4.6 除尘、213、除渣 锅炉烟气除尘采用四电场静电式电除尘器处理。除尘器下的细灰经气力输灰系统送至灰仓存放，汽车运送至厂外灰场堆存。 锅炉炉底的灰渣经冷渣机冷却后排至水平胶带运输机，再经倾斜胶带机输送至干渣斗储存外运。锅炉排灰渣量如下： 小时排渣量 （t/h） 1.2 小时排灰量 （t/h） 2.7 炉底干渣由汽车外运至灰渣场堆放，作为建筑材料加以二次利用。 7.4.7 设备布置 主厂房采用合并煤仓形式。锅炉为半露天布置，操作层以下为封闭厂房，布置有鼓风机、二次风机、冷渣器、出渣胶带运输机；除氧、煤仓间合并布置，一层为锅炉区域低压配电间、水泵间，二层操作层布置控制室、值班、化验等；控制室下面是管道层；锅炉间一侧214、的辅助间设办公、生活及疏水、加药系统等。 7.4.8 热电站主要设备一览表 要 设 备 一 览 表 序号设备名称规格单位数量 备注1循环流化床锅炉蒸发量：75t/h 蒸汽压力：3.82MPa 蒸汽温度：450 给水温度：170 台3二开一备 2一次风机台33二次风机台34引风机台35罗茨风机 台66电除尘器台37烟囱 D3000，H=80m 座18给煤机台9锅炉成套 9点火排气消音器台310锅筒安全门排气消音器台611连续排污扩容器台112定期排污扩容器台113疏水扩容器 台114疏水箱台115疏水泵台216取样冷却装置套117排污降温池个118卸油泵台119供油泵台220柴油储罐台221烟气215、排放连续监测系统套122冷渣机台623平皮带输送机台124斜皮带输送机 台125渣仓 台126气力除灰系统套1（含石灰石系统） 27锅炉给水加药装置套128电动锅炉给水泵Q=85108m3/h H=75.6MPaN=290kW 10kV 台3291#减温减压器D=16t/h进出口压力：3.82/1.0MPa 进出口温度：450/200台130高压加热器 台231高压除氧器台232锅炉给水加氨装置套1开工锅炉房120t/h燃油锅炉套1 7.5 贮运设施 7.5.1 原燃料贮运 7.5 .1.1 设计范围 本工程原料贮运系统的内容主要包括原燃料煤的贮存、输送及破碎筛分等设施。 7.5 .1.2 原216、料的品种和运输量（表19-1） 序号原料及产品名称规格方式物化特性进厂运输方式最大运量（吨/时）1原料煤 100mm=0.9t/m3汽车进厂250t/h2燃料煤100mm=0.9t/m3汽车进厂250t/h 7.5 .1.3 原料贮量（或贮存周期）的确定 原燃料煤 为防止原燃料煤露天堆存污染环境，本设计采用半封闭煤棚贮煤的方案。干煤棚占地为132米45米，建筑面积约6000m2，原燃料煤分区设置，中间设煤挡墙，原料煤贮存天数9天。燃料煤贮存天数11天。 7.5.1.4原料的装卸、贮运、处理等工艺的确定 (1) 原燃料煤的装卸及堆取料设施 原燃料煤进厂采用汽车运输的方式，进厂后直接卸入干煤棚。 217、新建干煤棚分别设置受煤地槽，堆取料采用推煤机作业的方式。 (2) 系统输送能力 原燃料煤输送系统主要包括干煤棚至破碎筛分楼及破碎筛分楼至磨煤厂房和锅炉房的输送设备，系统输送能力250吨（最大）。 (3) 破碎筛分装置 原燃料煤工艺要求的粒度为10mm，根据以上要求，进入破碎筛分系统的原燃料煤先通过滚轴筛将10mm的原燃料煤进入环锤破碎机破碎至10mm以下通过输送系统送入磨煤厂房及锅炉房的煤仓。 (4) 计量装置 为考核两种原料的消耗量，原燃料煤进入系统前均设计量装置。 (5) 除铁设施 为保证进入细碎机及磨机前的原燃料煤不含铁屑等杂质，在破碎前设置除铁装置。 7.5.1.5主要设备选定（采用新218、型设备的说明） 冲击式细碎机 CBC型齿板式冲击细碎机是一种带有锤头的冲击转子式可逆开放出料破碎机。它是近年来我国引进美国、德国等国家的破碎技术而开发的新型流化床用细碎机。它由机体、转子、锤头和破碎板等主要部件组成，其中撞击破碎板又分为左右两极破碎腔，如果一侧破碎板磨损后可将电机逆向旋转，另一侧破碎板工作，从而达到互为备用，维修方便的目的。该机的主要特点是开放出料，对物料表面水份无特殊要求，既能适应高水份物料破碎，又能保证出料粒度。 7.5.1.6环境保护 系统内输送设备如胶带机设置防跑偏保护装置及事故拉绳开关，生产系统内设置事故联锁控制开关，以保证生产及操作安全。 根据系统内原料主要是粉煤的219、特点，在输送系统的设备转运处即物料卸料点均设置粉尘回收装置。 破碎楼内的冲击式细碎机为改进型的低噪声设备，其它设备的噪声均能控制在允许范围内。 7.5.1.7主要设备详见设备一览表 7.5.2 产品贮运 7.5.2.1 设计范围 本工程尿素贮运与包装系统的内容主要包括尿素造粒后散装尿素输送、尿素包装楼、成品袋装库及铁路、公路装车站台等设施。 7.5.2.2 成品运输量（表19-2）序号原料及产品名称规格方式物化特性进厂运输方式最大运量（吨/时）1散装尿素 24.7mm=0.8t/m3 皮带输送60t/h 2袋装尿素50kg/袋=0.8t/m3汽车出厂1000袋/h 7.5.2.3 产品规模及贮220、存能力 尿素产品的生产能力为1000t/d，年产30万吨尿素。 本工程不设尿素散装仓库，成品尿素从造粒塔通过皮带直接送入包装楼。 尿素袋装仓库全长102米，宽33米，除去运输通道外，有效堆料区面积3000 m2，最多可堆存袋装尿素4000吨，贮存天数4天。 汽车装车站台可贮存1天的袋装尿素。 按照系统运行的实际特点，如遇到销售淡季贮存周期紧张，可适当设置临时场地堆存。 7.5.2.4 成品尿素的输送、贮存、包装及装车等方案的确定 7.5.2.4.1 装车方案 汽车装车站台上设置两台简易胶带装车机装车，并有一定数量的辅助人工装车。 7.5.2.4.2系统输送能力 尿素造粒塔至包装楼的系统输送能力221、为60t/h（最大）。成品袋装尿素的系统输送能力为1000袋/小时。 7.5.2.4.3包装设施及码垛方案 尿素包装系统共有4套包装线，三开一备。尿素包装后直接进入尿素袋装仓库经桥式堆包机在袋装仓库码垛堆放。 包装规格：50KG/单袋 包装能力：单套8001000袋/小时。 尿素包装厂房设有集中控制室，尿素贮仓设有高低料位计。 包装机组含计量、套袋、折边、自动缝袋、喷墨打印等装置。 尿素包装仓库设两台桥式堆包机。 7.5.2.4.4机械化及自动化水平 尿素贮运与包装系统的主要设备全部采用PLC程序连锁控制,设集中控制室。整个系统各主要设备除控制室集中控制外，其各设备就地均设有事故连锁控制开关。222、散装尿素贮斗设有高低料位计，料位计显示设在控制室，与PLC控制系统连锁。 7.5.2.4.5环境保护 系统内输送设备如胶带机设置防跑偏保护装置及事故拉绳开关，生产系统内设置事故联锁控制开关，以保证生产及操作安全。 尿素包装机组配有专用的除尘设备，包装厂房及袋装成品仓库有人工操作的生 产岗位全部考虑通风换气设备。 另外，根据尿素本身有腐蚀的特点，除设备本身考虑防腐外，包装厂房各层楼面全部采用花岗岩加耐酸胶泥铺砌。输送栈桥内采用掺加FVC涂料的混凝土抹面。 7.5.2.4.6主要设备详见设备一览表 7.5.3 硫磺包装仓库 7.5.3.1设计范围 本工程硫磺包装仓库从硫磺造粒后产品包装开始至送入袋223、装仓库贮存及成品装车结束。 7.5.3.2产品贮量（或贮存周期）的确定 硫磺包装仓库建筑面积756m2,其中有效堆存面积60%,每平米可堆存袋装硫磺1吨，总贮量450吨。贮存天数15天。 7.5.3.3系统包装能力 包装系统配备一套包装机组（单秤），袋装规格：25kg/bag ,包装能力：300400bag/h ,称重精度：0.2% ,根据造粒机生产能力及贮料斗贮量，间断操作。 7.5.3.4 系统工艺流程 经包装机组包装后的袋装成品通过1#胶带输送机及2#胶带输送机倒运至成品仓库堆存。装车时由人工用手推车将袋装硫磺送至汽车装车站台后人工装车。 7.6 工厂外管 7.6.1 设计范围 本工程外224、部工艺、供热管道、液氨产品输送管线设计，是指厂区内各生产装置、辅助装置及罐区之间往来的各种物料和工用介质管道的设计（不包括埋地的上下水管道，循环水管道，消防水管道等设计）。 进出厂区的管道，其交接点为厂区围墙外一米处。 厂区内的外管与各装置厂房的连接管道的交接点为各装置红线或建构筑物外一米处。 7.6.2 管道的敷设原则及方式 根据全厂总平面布置和生产装置及辅助装置之间往来的管道情况和其它专业的有关要求，在本设计中除厂前区采暖管道拟采用埋地敷设外，其它地方的工艺及供热管道均采用架空敷设。 本设计中主管廊宽度为6米，三层梁架式结构，横跨道路处为桁架结构。层间 距为2米，一层高度为5米。桁架与路面225、净空高度约为5.5米。 其它支线管廊的宽度为2米至4米，梁架式结构。横跨道路处为桁架结构，层间距为1.5米至2米，一层高度约为4米。桁架与路面的净空高度约为5.5米。所有管架均采用全钢结构。桁架跨度一般为1518米。个别桁架跨度为28米。梁架跨度为89米。 7.7 采暖通风及空气调节 7.7.1 设计采用的标准规范 采暖通风与空气调节设计规范(2001年版) GBJ19-87 建筑设计防火规范（2001年版） GBJ16-87 石油化工企业采暖通风与空气调节设计规范 SH3004-1999 石油化工企业设计防火规范（1999年版） GB50160-92 工业企业设计卫生标准 GBZ 1-2002 7.7.2 采暖设计方案 采暖热媒为高温热水，由换热站提供通过管网供给各用户，供、回水温度为95/70；办公楼，厂房等均采用钢制柱式散热器（h=600mm）采暖。 7.7.3 通风设计方案 本次