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10可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目 录1 总论1.1 概述1.2 项目提出的背景1.3 项目投资的必要性1.4 项目建设的意义1.5 项目建设的有条件1.6 研究指导思想12、.7 项目研究范围1.8 研究结论2 市场预测2.1 国际液氨的市场2.2 国内市场2.3 贵州省内市场2.4 产品价格分析3 产品方案及生产规模3.1 产品方案的选择与比较3.2 产品方案3.3 产品生产规模及操作时间3.3 产品的质量指标4 技术方案4.1 原料路线和工艺方案的确定4.2 全厂工艺物料平衡和消耗定额4.3 空分装置4.4 气化4.5 变换4.6 低温甲醇洗4.7 液氮洗4.8 压缩和氨合成4.9 硫回收4.10 冷冻站4.11 空压站4.12 自控技术方案4.13 主要设备一览表4.14 引进设备一览表5 主要原材料和动力供应5.1 原材料规格、来源和运输5.2 水、电、汽3、动力供应6 建厂条件和厂址方案6.1 厂址方案6.2 建厂条件6.3 地区和城镇社会经济的现状及发展规划6.4 交通运输条件6.5 水源、供排水、防洪、排涝情况6.6 供热、供电及电讯6.7 当地施工和协作条件6.8 与城镇、地区规划的关系和生活福利条件6.9 拟选厂址目前土地使用现状7 公用工程和辅助设施方案7.1 总图运输7.2 给排水7.3 供电及电讯7.4 供热7.5 固体原料、产品贮运7.6 工厂外管7.7 采暖通风及空气调节7.8 中央化验室7.9 维修设施7.10 土建8 环保、安全卫生和消防8.1 建设项目周围环境概况8.2 设计所采用的环境保护标准8.3 主要污染源及污染物84、.4 工程环保措施8.5 初步环境影响分析8.6 绿化8.7 环保投资费用估算8.8 存在问题及建议8.9 安全卫生8.10 消防9 工厂组织与定员9.1 工厂组织9.2 全厂定员10 节能11 项目实施初步规划11.1 建设周期的规划11.2 建设周期总时间11.3 实施进度规划12 投资估算12.1 编制依据12.2 费用依据及取费标准12.3 建设投资比例分析13 财务评价13.1 基础数据13.2 财务效益测算13.3 结论1 总 论1.1 概述1.1.1 项目名称及主办单位：XXXX能化有限公司项目名称：XXXX能化有限公司60万吨醇氨（I期50万吨合成氨）工程项目建设单位：XXXX5、能化有限公司地 址：贵州省XXXX县 编制依据.1 未来能源公司（德国）提供的初步资料.2 XXXX能化有限公司与XXXX化学工程公司签订的技术咨询合同及提供的有关资料.3 原化工部关于化工建设项目预可行性研究报告内容和深度的规定.4 贵州XXXX当地基础资料1.2 项目提出的背景能源是发展国民经济和提高人民生活水平的重要物质基础。为了适应和保证我国经济继续保持较高的发展速度，发展能源工业是至关重要的。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6、高居71.7%和69%。能源结构中以煤炭为主的局面长期不会改变。电力是现代社会使用最广、增长最快的能源。发电用能源占一次能源生产总量的比重由1990年的24.15%上升到1995年的31.63%。而在电力工业中，仍以煤炭为燃料的火电为主，目前，火电约占全国总装机容量的70%。今后在相当长的时期内，将继续保持以煤电为主的格局。根据世界已探明的化石能源储量推算，石油还可以使用4050年，天然气还可以使用6070年，煤炭则能维持225年左右。预计未来，当石油和天然气的成本因资源枯竭会明显上涨，煤炭不仅是能源资源，也将是化学工业唯一可靠的基本原料来源。特别是生产碳一化学含氧化合物，煤化工更具有竞争力。7、我国是石油和天然气资源有限，而煤炭资源丰富的国家，将来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。21世纪人类面临的是全球性环保问题、能源问题和粮食问8、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。可持续发展就是：“既满足当代人的需求，又不对后代人满足需求的能力构成危害的发展”。目前不论是发达国家，还是发展中国家都把可持续发展作为国家宏观经济发展战略的一种选择。在我国国民经济“九五”计划和2010年远景目标中明确将可持续发展列入我国未来发展的基本国策。因此，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。一般说来，面向未来的洁净煤气化技9、术生产体系是以洁净煤气化技术为基础，将城市煤气、洁净发电和供热、液体燃料等清洁能源产品的生产与碳一化学深加工相结合，如联合循环发电（IGCC）和碳一化学甲醇、二甲醚等为基础的化工生产相结合。这种洁净气化技术生产体系与目前常规燃煤炉气化技术比，不但在热效率上有较大的提高，而且对大气环境的影响具有根本性的改变。尤其对高硫煤而言，更具有特殊的意义。从全世界范围来讲，工业的发展，化石能源的大量应用，已经给我们共同的家园地球，带来了严重的环境恶化，而且我们还将面临更严重的挑战。这些都促使人们改变目前能源利用中能耗高、污染严重的落后技术，寻求开发出适于可持续发展经济的能源系统。煤炭不仅是重要的工业燃料还是10、重要的化工原料，并有“化工之母”之美称。发展合成氨，可以与大型的磷肥生产相配套，对于壮大基地规划，降低基地发展对于磷矿的依赖性，延长基地寿命具有重要意义。贵州省丰富的煤炭资源将是XXXX发展煤化工的最好原料保证。毕节地区的无烟煤具有发热量高、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。而且煤炭运输距离仅130公里。而磷铵项目建设以及西部大开发的深入带来的无限商机，则为煤化工提供了广阔的市场。兖矿集团贵州能化有限公司在毕节等地勘测的煤炭资源储量约3亿吨，计划在5年内在贵州省黔西、大方、纳雍和发耳等地建成2000万吨/年煤炭生产能力，其中黔西煤矿已于2004年12月已投产，设计能力111、20万吨。毕节地区以无烟煤为主，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。兖矿集团是发展煤化工非常合适的企业主体。兖矿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，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，兖矿集团通过集成世界先进的煤炭气化、发电、制油技术，已经制定在贵州发展多产品联合生产系统的初步规划。利用兖矿丰富的经验技术和强大的经济实力，以及贵州优良的煤炭资源，发展XXXX煤化工，是一项双赢的举措。XXXX能化有限公司于2002年12月12、注册成立，是由兖矿集团控股、按照现代企业制度设立的独立法人公司，注册资本金6亿元人民币。公司代表兖矿集团在贵州作为投资主体，以煤为主，煤电联营，向煤化工产业链延伸。XXXX能化依据国家西部大开发的战略决策，抓住“黔电送粤”的历史机遇，借助贵州省良好的投资环境和丰富的煤炭资源，按照以体制创新和科技创新为先导，以产业链建设为中心，煤、电、路、煤化工综合发展思路，并向IT等高科技产业延伸，最大程度地提高项目开发的综合经济效益，促进地方经济的快速发展，努力实现国家、地方、企业“多赢”目标。公司的总体发展目标是：实行煤电联营、保障“黔电送粤”，力争5年内在贵州省建成毕节和发耳两个年产超千万吨生产能力的矿13、区；力争510年内，参股电厂的发电能力300万KW/年以上；利用兖矿集团的煤化工和煤炭液化技术优势，在贵州逐步建成煤化工生产基地。XXXX能化有限公司目前已控股建设六个煤矿：毕节地区有黔西县青龙煤矿、纳雍县五轮山煤矿、大方县小屯和对江煤矿、金沙县龙凤煤矿；六盘水市有发耳煤矿。参股两个煤矿：毕节地区有纳雍县中岭煤矿；六盘水市有响水煤矿。参股三个电厂：毕节地区有黔西县黔西电厂、大方县大方电厂；六盘水市发耳电厂。1.3 项目投资的必要性 本项目的目标是充分利用本地丰富的煤炭资源XXXX能化有限公司盛产的无烟煤和当地煤，采用国外先进的粉煤气化洁净煤技术（未来能源GSP粉煤气化），Casale公司的高效14、氨合成技术，为大磷肥装置提供充足的氨原料，同时利用空分装置剩余的氧气及提取的液氩作为副产品外卖，增加效益。 本工程生产的合成氨直接供应开磷集团，开磷集团始建于1958年，是国家最早重点投资建设的三大磷矿石生产基地之一，是贵州省国有大型骨干企业。经过四十多年的建设，现已形成矿肥结合、矿化结合的大型磷化工企业集团。1994年列入国务院确定的全国100家现代企业制度试点单位，1995年6月经国家经贸委和贵州省人民政府批准，改制为国有独资公司。贵州开磷集团拥有得天独厚的资源优势，已探明的磷矿石储量4.13亿吨，在国家规划矿区内集中了全国78%以上的优质磷矿石，五氧化二磷平均含量高达 33.73%，是国15、内唯一不经选矿就可直接用于生产高浓度磷肥和复合肥的重要原料。经过40多年的建设，开磷集团矿山基地引进国外先进大型无轨设备，装备及采矿技术达到世界先进水平，现已形成250万吨/年的磷矿石生产能力。20世纪80年代末期，贵州开磷集团利用自身拥有的磷资源优势，走“矿肥结合、矿化结合”之路，大力发展磷化工。经过14年的建设与发展，企业从单纯生产低附加值的磷矿石产品转化为生产高附加值的磷化工产品，将资源优势转化为经济优势，企业发展步入了良性循环。矿业和磷化工业已发展成为开磷集团的两大支柱产业，形成矿业、磷化工与房地产开发、贸易、物业多业并举的格局。至2003年12月，贵州开磷集团总资产21.09亿元，总16、负债额12.25亿元，净资产额8.83亿元。自1994年获自营进出口权后，各类产品在国际、国内市场树立了良好的信誉，年出口创汇2500万美元。2003年6月18日，贵州开磷集团与中国化工进出口总公司、贵阳工业投资控股公司合资成立贵阳中化开磷化肥有限公司，开始中国磷复肥行业重组、整合的进程。凭借资源优势，贵州开磷集团在20世纪80年代后期就确定了“矿肥结合、矿化结合”的发展战略，大力发展磷化工产业，通过建设黄磷厂、息烽重钙厂，逐步摆脱了单纯生产磷矿石的被动局面，企业发展步入良性循环。开磷集团的磷肥发展规划为：2005年60万吨/年，需要氨量13万吨; 2006年120万吨/年，需要氨量26万吨;17、 2007年180万吨/年，需要氨量42万吨; 2009年240万吨/年，需要氨量51.8万吨。因此，本工程的工程建成投产后，全部产品可以满足开磷集团的需要。依托XXXX资源和产业优势，抓住中央实施西部大开发战略，通过国家扶持、政府投入、企业投资、银行贷款、引进外资等多种形式，实现投资主体多元化，拓宽资金筹集渠道，加大资金筹集力度建设在全国具有独特竞争力的磷煤结合基地具有很好的前景。 我们认为立足于构筑贵州磷复肥优势产业，走磷煤结合，采用先进的粉煤气流床加压气化技术，建立兖矿在贵州发展煤化工平台，为将来的大规模煤炭气化做好技术储备,领跑贵州合成氨工业产业升级和做结构调整的先锋，树立兖矿集团在贵18、州开发的新形象非常必要的。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。磷、煤是重要的战略物资和基础化工原料，具有不可再生性。通过磷、煤资源产业链耦合，提高磷、煤资源的利用效率，开发高附加值、功能化的化工产品，把XXXX建设成为全国特大型的磷煤化工生产、科研基地，对推动贵州省乃至全国磷、煤化工产业都将产生至关重要的作用，19、具有重大的社会和经济意义。XXXX磷矿开采出的300万吨/年磷矿石主要用来生产黄磷（消耗矿石93万吨/年）和磷铵（消耗矿石177万吨/年），也有少部分用于生产各种精细磷酸盐产品。生产磷铵的另外两种原料硫酸和氨气分别由硫酸厂和合成氨厂供应，其中硫酸厂所需的原料硫磺（54万吨/年）须从园区外购买；而合成氨厂所需的原料煤（约60万吨/年）则直接由山东兖矿集团在贵州毕节地区开采的煤炭资源供应。黄磷厂的黄磷产品部分直接销售，部分用于热法磷酸的生产并进一步用来生产精细磷酸盐产品。磷铵厂生产的磷铵产品同样有部分直接销售，其余部分则进一步用来生产复合肥料和高效缓释磷肥。除供应合成氨厂生产氨所需的原料煤外，兖矿20、集团在贵州毕节地区开采的煤炭资源还将供给火电站用来发电、供给合成氨厂生产合成氨（耗煤大约60万吨/年）。得到的合成氨产品50万吨/年，发电25MW。II期预留1020万吨甲醇生产能力，同尾气一起用于生产醋酸、甲酸等有机化工产品，磷渣（共计100万吨/年）一部分用于生产硅钙肥，另一部分磷铵、磷酸盐、合成氨生产过程产生的磷石膏和炉渣一起用于生产建材产品。此外，磷铵、磷酸盐生产过程产生的大量磷石膏（210万吨/年）和火电站、甲醇厂、合成氨厂副产的粉煤灰一起用于矿山回填。由于充分利用了磷煤结合的产业耦合优势，项目的建设将有利于提高贵州磷复肥产业的市场竞争力，而且对于构建全国一流的循环经济示范基地、实现21、欠发达地区优势产业的跨越式发展具有重大意义。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、国务院下发的今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22、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%。2002年，我国合成氨生产能力约4000万吨/年，氮肥生产能力约3000万吨/年，磷肥生产能力约1000万吨/年。化肥产量达到3270万吨/年，其中氮肥产量2450万吨/年，磷肥产量776万吨/年，合成氨产量3654万吨/年。高浓度磷肥磷铵、重钙、硝酸磷肥、NPK复合肥产量已上升到总产量的45%。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，23、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、24、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25、，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。为适应农业发展的需要，化肥品种结构必需调整，尤其应加大高浓度复合肥的生产。贵州省山地多可耕地少，每年新增人口约50万，由于粮食产量跟不上人口增长所需粮食消耗量，致使近年来每年不得不从省外购入粮食100万吨左右，以弥补粮食缺口，用于购买粮食每年费用在3亿元以上。贵州省化肥施用量也较低，每亩耕地施肥量仅为全国平均施肥量的2/3左右，更远远低于沿海发达地区的施肥水平，为提高本省的粮食自给水平26、，满足人口不断增长的需要，充分开发利用本地的资源，增加化肥生产能力是十分需要的。本项目的建设可以为贵州省的经济建设和化肥产业的结构调整注入新的活力，为贵州地区的经济作出贡献，增加社会效益。本项目的实施可以促进兖矿集团的产品多样性，增加兖矿集团的市场竞争力。树立兖矿在贵州实现综合开发的新形象，更好的融入到贵州的经济社会发展、建立兖矿在贵州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（不含大磷肥装置）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27、国有资产管理体制改革的方针政策。兖矿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、磷铵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，符合兖矿集团、开磷集团的发展规划，其初步选址符合贵阳市、XXXX县区域经济发展规划，是贵阳市循环经济发展规划的重点项目。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，兖矿集团，开磷集团积极主动，通力合作，各项条件均比较成熟，是一个以发展循环经济理念为支撑，优化资源配置，推进产业结构调整，促进地方经济发展和企业产业升级的多赢项目，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。贵州煤炭资源丰富，是建28、立区域能源基础的主要资源之一。截至1999年底，全省煤炭资源远景储量达到2410亿吨，保有储量为530.97亿吨，居全国第5位，比江南其他各省市区储量总和453.26亿吨还要多70亿吨。XXXX地区共有8个含煤构造单元，煤炭探明总储量4.18亿吨，可供开采的约为4.12亿吨，煤种丰富，热值高，但含硫量较高。山东兖矿集团在贵州毕节地区开采的煤炭资源。兖矿集团贵州能化有限公司在毕节等地勘测的煤炭资源储量约3亿吨，计划在5年内在贵州省黔西、大方、纳雍和发耳等地将建成2000万吨/年煤炭生产能力，其中黔西煤矿已于2004年12月实现试生产，设计能力120万吨。毕节地区以无烟煤为主，煤种单一，具有发热量29、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，兖矿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。 发挥资源优势，强化产业集聚效应。XXXX磷矿是全国三大磷矿之一，以P2O5含量高、易开采著称，XXXX县及其周边地区煤资源丰富，适于发展精细磷化工和高效磷肥。通过限制矿石外运和出口，加强招商引资和技术开发，实行磷、煤、氯碱产业的聚集，做大做强地方优势产业，同时培育新的经济生长点，形成品种齐全、技术先进、有相当规模和实力的磷化工、煤化工产业体系，扩大XXXX磷、煤化工在全国的影响和市场占有率，对XXXX经济发展发挥更大的作用。 完善30、支撑保障体系，将资源优势转化为经济优势。XXXX县通过政策、法规和技术体系建设，完善资源的市场化配置，构建示范基地发展的支撑保障体系，加强循环经济和生态工业理念的宣传和普及，调动各方面的积极性，促进物质高效循环利用的机制和体制的形成；依托大型企业，发展多种所有制，发挥多产业耦合共生的优势，降低生产、流通和管理等环节费用，取得最大的综合效益，形成经济优势，增强基地对XXXX甚至贵阳经济的拉动作用。 具有管理体制与经营机制的优势。兖矿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“造血”功能。 兖矿集团拥有一套真抓实干、不断开拓进取的领导31、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。兖矿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，同时兖矿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。 XXXX有十分难得的投资和创业环境。从项目的招商论证开始，XXXX县即对项目的水、电等条件作了大量的配32、套研究，并为此成立了专门的协调领导小组，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。 XXXX优惠政策（1）税费优惠：关于税费：XXXX县承诺严格兑现国家西部大开发政策及省、市有关优惠政策，给予最大的优惠。 耕地占用税、建安税：项目建设涉及的耕地占用税、建安税可采取收支两条线的方式，返给企业作建设用。 所得税：如果该项目合成氨生产占企业主营业收入的70%，在2004年至2010年期间，减按15%的税率征收企业所得税。此外，企业自项目投产起，县级分享的所得税实行“免三减二”，即第一、二、三年全额返还，第四、五年返还50%。 有关规费：开发33、建设期前5年内，县级权限范围内应收取的各项政策性规费按收支两条线方式，实行零收费。（2）土地优惠：兖矿集团合成氨项目拟选址位于XXXX县（永温乡）境内，该项目选址范围涉及国有建设用地（开磷集团），国有农用地（开磷集团），部份集体土地。其以上类型土地涉及如下规费，用地手续按以下方式办理：（一）国有建设用地该国有建设用地属开磷集团六、七十年代已征用的国有建设用地，如土地使用权发生改变则需办理土地使用权变更手续，补缴土地出让金，工业用地为36元/m2（24000元/亩、县级收取）。（二）国有农用地国有农用地（包括耕地及园地）需办理农用地转为建设用地手续，审批权限为省级人民政府。办理该农用地转用手续涉34、及以下规费：1、新增建设用地土地有偿使用费8元/m2(5333元/亩)，其中：缴中央金库2.4元/m2(1600元/亩)；缴省级金库2.8元/m2(1866元/亩)；缴县级金库2.8元/m2(1866元/亩)；2、涉及占用耕地的需落实耕地占补平衡，缴纳耕地开垦费旱地：2000元/亩。稻田：2500元/亩（省级重点项目标准）；3、供地方式采用协议出让方式工业用地36元/m2（24000元/亩、县级收取）。以上征地总费用旱地约31333元/亩、稻田约31833元/亩。（三）集体土地集体土地所有权属集体经济组织所有，需办理土地征用及农用地转为建设用地手续，征地报批涉及以下规费：1、新增建设用地土地有35、偿使用费8元/m2(5333元/亩),其中缴中央金库2.4元/m2(1600元/亩)；缴省级金库2.8元/m2(1866元/亩)；缴县级金库2.8元/m2(1866元/亩)；2、耕地开垦费旱地：2000元/亩，稻田：2500元/亩（省级重点项目标准）；3、被征地农户三费补偿：按照贵州省人民政府（黔府发20045号）文件、省级重点项目征地补偿倍数（稻田15倍，旱地13倍）和XXXX县征地年产值计算标准“中等”（稻田843元/亩，旱地565元/亩）测算，稻田为：19元/m2（12645元/亩），旱地：11元/m2（7345元/亩）；4、土地出让金：36元/m2（24000元/亩、县级收取）。以上征36、地总费用旱地约38678元/亩、稻田约44478元/亩。（四）兖矿用地1、涉及开磷集团征用地采取协议租用或其它(开磷和兖矿协商)形式，有关规费由开磷集团负责2、集体土地800010000元/亩，超价格部分由县政府承担支付1.6 研究指导思想 认真贯彻国家环保、消防、劳动安全等有关文件。 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。 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XXXX能化有限公司盛产的无烟煤为主要原料，XXXX县周边煤矿的贫瘦煤为补充，利用GSP气化技术生产合成氨。 严格按节资低耗的原则进行设计，努力提高经济效益37、。 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。 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。 结合我国国情及该厂的实际情况，采用适度先进、稳妥可靠的工艺技术，除某些关键材料和仪表确因国产化有困难需要引进外，其它工艺和设备均立足国内解决，以节约投资，提高项目的经济效益。 充分考虑采用煤、电、热联产，利用蒸汽的背压发电，节省能耗，自发电满足工程需要，减轻电网紧张局面，保证连续生产。 吸取国内外化工项目建设的先进经验，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(38、构)筑物轻型化，公用工程社会化以及引进技术国产化”。 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。1.7 项目研究范围本工程的建设范围主要包括下述工艺装置：空分、气化、变换、低温甲醇洗、液氮洗、合成气压缩、氨合成、氨回收、氨库、冷冻站、空压站、锅炉和电站。与工艺装置相配套的公用工程设施。1.8 初步结论 项目概况和简要结论项目的规模初步分析测算拟定：以粉煤为原料，采用GSP气化技术，I期日耗原料煤2180吨，发电25MW，最大30 MW，合成氨50万吨/年（最终达到60万吨/年的醇氨能力）。本项目建设总投资约199103.23万元人民币，39、年销售收入达88547.01万元。直接解决六百多人的就业问题，再加上开发下游产品，发展灰渣水泥和建材，服务城市居民、改善社会环境，其经济效益和社会效益巨大。从财务评价结果可知：内部收益率20.37%（税前），投资回收期6.27年（含建设期2年），盈亏平衡点位41.62%，说明项目的抗风险能力强，竞争力较好，是一个较好的煤化工项目。 主要技术经济指标本项目主要技术经济指标见下表：主要技术经济指标表序号项目名称单 位数 量备 注一原料1无烟煤的投煤量吨/天2180入炉干煤二产品方案1合成氨万吨/年502发电MW25三年操作小时小时7920330天四公用工程及动力消耗1新鲜水用量立方米/时1097240、装置自用电量千瓦30306.08五三废排放量1废水m3/h45处理后达标排放2废气Nm3/h668124处理后达标排放3废渣万吨/年32.6用于水泥和制砖原料六全厂定员人633七总占地面积公顷35.38八项目总投资额万元199103.231建设投资万元190224.322建设期利息万元7920.333铺底流动资金万元958.5930九年销售收入万元88547.01十年总成本费用万元54568.82十一年均利润总额万元33121.85十二年均净利润万元24591.83十三财务评价指标1投资利润率%16.452项目财务内部收益率%20.37税前3项目内部净现值万元55963.78税后3投资回收期年41、6.27（含建设期）税前2 市场预测氨为无色气体，有刺激性恶臭味，易燃、易爆、易中毒。分子式NH3，分子量17.03。相对密度0.7714g/l，熔点为77.7，沸点为-33.35，自燃点651.11，蒸气密度为0.6，蒸气压1013.08kPa(25.7)。蒸气与空气混合物爆炸极限1625%。氨在20水中（ 25时）溶解度为34%，在无水乙醇中溶解度为10%，溶于氯仿、乙醚，它是许多元素和化合物的良好溶剂。水溶液呈碱性，0.1N水溶液PH值为11.1。液氨是一种易燃易爆的液化气体，它具有一定的腐蚀性，能侵蚀某些塑料制品、橡胶和涂层。氨遇热和明火难以点燃而危险性较低，但当氨和空气混合物达到一定42、浓度范围时遇明火则引起会燃烧和爆炸，如有油类或其它可燃物质存在，则危险性更高，所以储运应避免与油类和其它可燃物质接触，而且包装要有醒目的标志，包装标志：有毒气体。副标志：易燃气体。包装方法：耐低压或中压钢瓶。储存条件：储存于阴凉、通风良好、不燃结构建筑的库房。远离火源和热源。设备都要接地线。要与其它化学品，特别是氧化性气体如氟、溴、碘和酸类汞等隔离储运。液氨主要用于制造硝酸、炸药、合成纤维、化肥，也可用作制冷剂。本工程共生产合成氨（NH3）50万吨/年，全部用于主生产装置大磷肥的生产。2.1 国际液氨的市场1997年，出现了亚洲经济危机，但世界合成氨的消费仍然保持1996年的水平，九十年代中期43、建设的一批出口型合成氨装置开始建成投产，因此，从1998年后的几年间，合成氨供出口的能力开始增加，合成氨的价格（FOB）下降了2050美元。直至2003年以来，全球资源类物资全面大幅上涨，使化肥生产成本提高，合成氨、磷矿、石油、天然气等价格上扬，增加了磷酸二铵和尿素的生产成本。加之国际船运市场价格上涨，使进口化肥到岸价成本提高，价格上升。1997年的世界合成氨消费，欧洲和前苏联有所减少，亚洲和北美则有所增加，其结果是合成氨的世界消费量与1996年基本持平，总量为1.25亿吨。到2002年，随着亚洲消费量和前苏联化肥用合成氨的增加，全世界合成氨的消费量将达到1.41亿吨左右。1997年，全世界合44、成氨的生产能力为1.53亿吨左右，随着亚洲、中南美、中东、非洲一些新建装置的建成投产，2002年世界合成氨的生产能力达到1.75亿吨。1997年全世界合成氨的贸易量为1380万吨。随着亚洲纤维等工业方面用量的增加，以及北美、北非的DAP等肥料消费量的增加，2002年合成氨贸易量达到1500万吨。世界合成氨供需情况(单位:100万吨NH3) 表2-1项 目199719981999200020012002合成氨生产能力153.1156.0260.3164.4170.2174.7合成氨可供量130.9133.9137.1140.2145.0/工业消费量15.716.616.817.517.7/肥料理45、论消费量101.0109.3112.0114.3118.5122.8肥料消费量96.7101.3103.9106.0119.7/剩余量14.28.08.38.48.8合成氨生产装置的建设工程正在加速进行施工，中国力图到2005年实现化肥的自给自足，正在积极建设新的合成氨装置。印度同样也在加紧兴建新合成氨厂。在富产天然气的中东和加勒比海国家也在实施合成氨装置的兴建工程项目。但是，目前有一系列因素保持合成氨的供需平衡。例如，现在有大批老化的氨生产能力仍然在开工生产，其中有一些最后必然要关闭。此外，前苏联停止对天然气的补贴，天然气价格上涨，必然会阻止地区合成氨出口世界市场。同时，在美国由于其农业部门46、今后10年将更好地应用生物技术，合成氨的需求必然会趋向坚挺。自去年11月份以来，国际液氨价格就一直呈现强劲的上扬态势，在短短的3个月时间里，价格普遍上涨了50美元/吨，涨幅超过了20。目前国际液氨市场的价格为：离岸价：尤日内200228美元/吨，比3月中旬上涨了510美元/吨。加勒比海255259美元/吨；中东225227美元/吨；欧洲225230美元/吨；北非216221美元/吨；与3月中旬相比，价格无变化。到岸价：美国海湾302美元/吨，比3月中旬下跌了5美元/吨，但仍处高位。坦帕283美元/吨；北非250260美元/吨；印度252256美元/吨；东南亚240270美元/吨；与3月中旬相比47、，价格无变化。国际液氨价格之所以大幅飙升，主要有三个方面的原因：一是生产成本推动。国际上液氨主要以天然气为原料，近两年来，由于国际石油价格大幅上涨以及天然气开采成本提高，国际天然气价格飞涨（最高价格超过了10美元/百万英热单位），不仅导致液氨生产成本大幅提高，而且使得液氨生产能力下降，加剧了国际液氨市场的供应紧张局面。二是国际海运价格上涨。由于受石油价格上涨保险费用增加以及运输紧张等多种因素的影响，国际市场的液氨海运价至少上涨了20美元/吨。三是下游产品支撑。液氨的主要下游产品为尿素和磷酸二氨，自去年以来国际尿素价格一直走势良好，2004年年底，国际尿素价格离岸价普遍达到了200美元左右的水平48、，磷酸二氨也有30%左右的涨幅 。尿素和磷酸二氨价格的坚挺，为液氨价格的大幅上涨起到了坚实的支撑作用。2.2 国内市场目前国内合成氨生产能力约为4200万吨/年，其中大型合成氨装置有30套，设计能力为900万吨/年，实际生产能力为850万吨/年；中型合成氨有55套，生产能力为460万吨/年，小型氨厂有700多套，能力为2800万吨/氨，其中主要是用于化学肥料的生产，而且在大多有配套的尿素装置，直接出售液氨的并不多。受国际市场及国内因素的影响，自2003年第四季度至今国内液氨市场行情也呈上涨趋势，价格稳中有升，各地出现产品供不应求，客户坐等提货的场面。出现货源紧俏及价格上扬的局面主要有以下几个因49、素：（1）长期以来，液氨主要是氮肥企业的副产品，其产量并不大，一般为每年几千吨，多则1-2万吨，即使是合成氨生产企业产量也不是太大，一般在3-4万吨。因此在各企业中液氨一般都是本厂消化掉。有时由于厂里的需求量较大，还需从外购进部分液氨，所以谈不上有多余的液氨外销。近几年来,辽宁、XX、河北、山东等地新建了十几家大型复合肥厂家，如辽宁黑山化工、XX中天化肥、秦皇岛中阿化肥、山东阳谷化工、鲁北化工、鲁南化工等，它们所需液氨大都外购。（2）由于液氨的性质决定，在春、夏季不宜长途运输，且出售液氨的企业多为小型合成氨厂，有铁运装载运输能力的极少，故多以汽运为主，运费在元/吨公里，远程运输受到限制。因此，50、合成氨企业主要是在本省内销售而不外销。（3）化肥市场的热启动。今年，几方面因素促动农民增加了对农业生产的投入：一是今年农产品价格持续上扬，直接刺激了农民种田的积极性，使农民加大了对农业生产的投入；二是国务院出台了一系列减轻农民负担的优惠政策，如费税改革、取消农业特产税等。特别是最近中央一号文件的发布，极大地调动了农民种田的积极性。因此，市场对化肥的需求量增加。（4）能源的紧张：作为能源消耗大户，合成氨企业普遍感到今年的原料煤非常紧张，价格居高不下。（5）下表列出了我国近几年主要用氨为原料生产化肥产量、需求量及预测。我国化肥产量，需求量预测（万吨NH3/年） 表2-2年份2000年2005年2051、10年产量需求量产量需求量产量需求量合计312042003470460038005000氮肥237024702535262527002780磷肥6901020845110510001190钾肥6062090725120830N：P：K1：0.29：0.031：0.44：0.251：0.33：0.041：0.44：0.281：0.37：0.041：0.43：0.30从2-2表可看出，钾肥在我国缺口量最大，这主要是因为我国钾资源缺乏，每年需从国外进口大量的钾肥及其复合肥。其次磷、氮肥还存在较大缺口，每年必须进口氮磷肥约350万吨。2.3 贵州省内市场贵州省合成氨主要是用于生产氮肥和高浓度磷复合肥（52、磷铵、硫基复合肥）。从1965年开始，为解决贵州省农业用肥需要，在贵州省各地先后建成投产13个氮肥生产企业（其中：大型企业1个，中型企业2个，小型企业10个。后经发展，目前中型企业扩大到4个，小型企业7个，从保护两湖环境角度考虑，1个小型企业装置撤除），生产高浓度氮肥品种尿素和低浓度氮肥品种碳铵。从“九五”开始，为充分利用贵州省丰富的磷矿资源，调整化肥产品结构，开始在贵州省建设高浓度磷复肥基地，生产适销对路的高浓度磷复肥产品（磷酸一铵、磷酸二铵和硫基复合肥），并将建设大型磷复肥基地作为贵州省磷化工发展的重点。合成氨是高浓度磷复肥生产的原料，从贵州省化肥结构调整（逐渐减少和淘汰传统氮肥产品的生产53、）和建设投入的综合考虑，目前通过压缩贵州省中小氮肥企业的传统氮肥产品的生产，并对现有合成氨装置进行改造、扩建，解决高浓度磷复肥生产所需合成氨的供应。 近期贵州省商品液氨的需求量见下表（单位：万吨年） 表2-3企 业 名 称品种现有生产能力产品氨单耗（吨/吨）年需氨量合计贵州宏福实业开发有限总公司磷酸一铵480.1456.9634.56磷酸二铵1200.2327.6贵州开磷集团息烽重钙厂磷酸一铵160.1452.329.22磷酸二铵300.236.9贵州西洋肥业硫基复肥500.21010赤天化天峰磷酸一铵80.1451.161.16合计54.94根据国家和贵州省“九五”计划及2010年远景目标纲54、要规划，以贵州宏福实业开发总公司和开磷集团为主导的高浓度磷复肥生产基地，“十五”将建成年产454万吨高浓度磷复肥生产规模，2010年规划目标为年产538万吨高浓度磷复肥，预计，到2010年省内的合成氨市场需求约为157.34万吨/年。贵州开磷集团根据原国家计委计办预测【1999】491号文国家计委办公厅关于贵州开磷集团磷肥基地建设前期工作问题的通知精神和要求，将按照已规划并批准确认的200万吨/年磷酸二铵规模进行建设。建成200万吨/年的大型磷复肥基地，以生产磷酸二铵为主，最终形成275万吨（实物量）的生产能力，预计年需液氨为50万吨左右。 十.五、十一.五、贵州省商品液氨的需求量预测 （单位55、：万吨年 ） 表2-4企业名称品种十.五十一.五备注生产能力需氨量生产能力需氨量贵州宏福实业开发有限总公司磷酸一铵486.96486.96磷酸二铵12027.612027.6NPK1002015030贵州开磷集团息烽重钙厂磷酸一铵162.32162.32磷酸二铵9020.721048.3贵州西洋肥业硫基复肥1002015030赤天化天峰磷酸一铵81.1681.16电厂硫铵44其他77合计109.74157.34目前，省内合成氨的总生产能力为113.5万吨/年，贵州省可供氨的企业有贵州化肥厂有限责任公司、开磷集团都匀氮肥厂、都匀化工实业有限公司、全江公司凯里化肥厂、安顺化肥厂和黔西化肥厂，最大供56、氨能力为43.5万吨/年，2003年实际供氨量约为24万吨/年，近期市场缺口约为2530万吨/年，预计2005年市场缺口约为6080万吨/年左右，2010年，市场缺口在100万吨/年以上。由于国际能源价格的上涨，俄罗斯液氨的湛江到岸价为230美元/吨，加之3%关税、17%增值税、槽车租用费及运费，到厂价吨氨约在21002300元左右。另外，由于液氨运输的特殊性及铁路运力存在紧张等因素，靠国外进口液氨，不能满足磷复肥基地的需求。省外合成氨出厂价，不低于1800元/吨，加上运费，到厂价在2100元/吨以上。省内合成氨企业供氨具有地理优势，在价格上有竞争力，但省内现有的合成氨企业，受到各种因数的制约57、，难以形成供氨基地，故XXXX能化公司抓住市场机遇，建立供氨基地，可以更好地发挥贵州省的磷、煤资源优势，使企业获得更好的经济效益，为贵州国民经济发展做出贡献。2.4 产品价格分析 国际市场液氨价格自去年11月份以来，国际液氨价格就一直呈现强劲的上扬态势，在短短的3个月时间里，价格普遍上涨了50美元/吨，涨幅超过了20。目前国际液氨市场的价格为： 离岸价：尤日内200228美元/吨，比3月中旬上涨了510美元/吨。加勒比海255259美元/吨；中东225227美元/吨；欧洲225230美元/吨；北非216221美元/吨；与3月中旬相比，价格无变化。到岸价：美国海湾302美元/吨，比3月中旬下跌了58、5美元/吨。坦帕283美元/吨；北非250260美元/吨；印度252256美元/吨；东南亚240270美元/吨；与3月中旬相比，价格无变化。 从今年国际液氨市场价格可以看出，最近液氨价格基本稳定在240300美元。 国内液氨市场价格 今年一季度国内液氨出厂价：镇海炼化2100元（每吨，人民币，下同），吉林石化1850，盘锦石化2300，大庆石化2400。 合成氨价格确定本工程是为开磷集团大磷肥装置的配套工程，其主产品合成氨全部用于开磷集团的磷肥生产。贵州开磷集团及国内最大的磷肥企业宏福实业近年合成氨供应来源及价格如下表：单位：元/吨 表2-3-2供应厂家年份出厂价运费合计备注都匀氮肥厂200159、130025015502002130025015502003144025016902004年1至6月18702502120遵义氮肥厂20011585801665200216108016902004年1至6月1880包干到厂价重庆江北化肥厂2001.11754501625叙永金虹化肥厂20031850包干到厂价贵州全江安化20042000包干到厂价贵州全江凯化20041965包干到厂价贵化200519801272100以上铁运宏福到厂价目前国内合成氨价格呈上涨趋势，由于地区不同，生产规模不同，生产管理水平不同，生产合成氨原料多样，高低价差在200400元吨左右，国内合成氨价格在物价部门公布的最高60、限价范围内浮动。根据当前和预测的市场情况，预计本项目建成后，液氨出厂后到达用户的含税价(用专用管道运输)按2100元/吨作为评价价格是可靠的。3 产品方案及生产规模3.1 产品方案的选择与比较单位产品投入产出比的高低：众所周之，生产规模越大，其投入产出比率（总投资/总产品）越低，因此建设规模达到日产氨1000吨以上是最佳经济规模。但是随着生产规模的扩大，一次投资也高，这与投资者的贷款融资能力紧密相关。由于本项目是为开磷配套合成氨，其生产能力由磷肥的需求量决定，一期生产30万吨无法满足需求，60万吨对磷肥需求过剩，加之，西洋肥业年产50万吨磷铵项目今年已经在XXXX县开工建设，二期配套需要大量液61、氨。因此，期50万吨/年合成氨的生产能力，不仅可以满足开磷集团2007年42万吨合成氨的需求量，远期还可以保证240万吨磷铵52万吨液氨的需要，多余液氨有很好的市场前景，是合适的建设规模。3.2 产品方案为开磷240万吨/年磷铵配套50万吨合成氨。最终能力达到60万吨醇氨。空分装置副产液氩、液氧。3.3 产品生产规模及操作时间1）生产规模：公称能力年产合成氨50万吨。2）操作时间：330天3.4 产品的质量指标3.4.1 氨产品质量标准和指标：产品符合国内标准。性 质指 标备 注优等品一级品合格品1、氨（NH3），%，99.999.899.62、水份（H2O），%，0.13、油，ppm，5(重62、量法)5本项目氨中间产品质量要求符合一级标准。3.4.2 副产品本项目合成氨生产过程中回收副产硫磺和纯气体：氧气（O2）、氩气（Ar）。4 技术方案XXXX合成氨项目最初基于贵州无烟块煤储量丰富、价格便宜、块煤与无烟粉煤市场价格相差不大，同时能消化掉能化公司富余的块煤情况下，认为高端技术的投资效益优势得不到应有发挥，从技术层面上，采用了投资相对较低的环境保护较好的折衷的消化块煤的技术路线作为项目立项的主导技术路线。富氧连续气化技术由于投资相对低廉、环境保护方面的进步成为推荐技术方案。最近，由于国家大力整治小煤窑和国家经济发展和能源重化工业的强力拉动，贵州省无烟煤价格随着需求的增加正在节节上扬；63、加之，贵州西部煤炭出省通道逐渐通畅，通过泸州走水运的路径已经打通，通过高速运往广西、湖南、湖北已经非常便捷。目前块煤市场供不应求，质量下降，价格由项目建议书时的260元吨上升到500元吨，预计短时间内价格难以降低。贵州无烟粉煤价格一直徘徊在较低的相对稳定的水平上，价格不会有大的上调。根据目前贵州块煤和粉煤价格相差较大情况提出改变原料工艺路线，项目技术方案由使用块煤和富氧连续气化技术改为使用粉煤和粉煤气化技术，是符合事实的，继续沿用原定工艺技术方案中富氧连续气化方式，项目的投资利润率仅8.67,净现值为负,已经不具有经济可行性，而采用粉煤气化技术，效益会大大改观。因此，本工程选用XXXX能化有限64、公司生产的无烟粉煤为合成氨原料，采用国内外成熟可靠工艺，技术先进并投资最省，同时保证环保的要求。4.1 原料路线和工艺方案的确定本工程合成氨装置以无烟粉煤为原料，依照工艺上要先进、节能，技术要成熟可靠，经济上要合理的原则，生产合成氨50万吨/年，采用的工艺方案如下：（1）煤气化：采用GSP粉煤加压气化工艺。（2）变换：采用中串低变换工艺，节省蒸汽消耗。（5）变换气净化：采用国内专利最先进的低温甲醇洗工艺。（6）合成气的最终精制采用液氮洗工艺。（7）合成气压缩机采用全凝式蒸汽透平驱动的离心式压缩机组，同循环机合二为一。（8）氨合成采用卡萨利合成技术，合成塔为两台。（9）新上一套48000Nm3/65、h制氧装置，选用国内新型全低压单系列，分子筛净化节能工艺，空压机选用双轴或整体齿轮多级离心式压缩机，全凝式蒸汽透平驱动，可做到节电。并附带液氧液氩装置。（10）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。（11）全厂供水采用原水处理、循环冷却水、脱盐水站、消防水、污水处理及排水一体化，节能节水、环保新技术。4.2 全厂工艺物料平衡和消耗定额 全厂概略工艺流程原料煤经破碎、干燥后用高压氮气送入气化炉，与高压氧气、蒸汽等一起燃烧，生产出含有CO、H2的粗合成气送到变换工段，在变换工段，大部分的CO和水蒸汽反应生成H2和CO2，变换气中的CO2和H266、S等酸性气体在低温甲醇洗工段中被脱除，得到的净化气送入液氮洗工段精制，并使合成气中的氢氮比达到3：1，精制气进入合成气压缩机，升压至15.0MPa后送入氨合成系统生产合成氨。 附全厂方块流程图和物料平衡表4.3 空分装置 概述.1 装置设计规模装置组成与各工序名称。1）本空分装置公称制氧能力为48000m3(标)/h，负荷调节范围75105%。生产中压氧气、高压氮气作为气化用气；中压氮气作为合成氨配氮用，低压氮作为净化气提用氮气和全厂公用氮气；液氧、液氩作为产品出售；液氮作为备用保安气源和产品出售2）装置组成装置：由空气的过滤和压缩、预冷和纯化系统、冷量制取和空气精馏，氮气压缩、液产品贮罐等工67、序组成.2 生产方法、流程特点本装置采用蒸汽透平驱动离心式空气压缩机组、全低压分子筛吸附、增压透平膨胀机制冷、氧、氮双内压缩的工艺流程。采用蒸汽透平驱动离心式氮气压缩机组流程先进、技术成熟、运行安全可靠、操作方便、能耗低。装置主要技术性能：1）装置启动时间 36小时(从膨胀机启动到氧气纯度符合合同要求)2）装置加温解冻时间 36小时3）装置运行周期 二年以上(二次大加温时间间隔) 原材料、产品及吸附剂主要技术规格.1 原材料技术规格空分装置以大气空气为原料，空气中不含重尘和油，大气质量要求如下：表4-2-1名称最大含量（ppmv）CO2400CH45C2H40.1C2H60.1C3H80.0568、C2H20.3C3H60.2C4+1CO1H21NH31NOX(NO+NO2)0.1N2O0.32H2S0.1Cl20.1FClHC1SO2+SO31HC l1NO21.2 吸附剂技术规格 表4-2-2序号名称规格(型号、尺寸)控制组分名称标准备 注1分子筛吸附剂13-APG/35Al2O3.3 产品及副产品产量及技术规格 表4-2-3产品流量Nm3/h纯度%V装置出口压力MPa(G)温度备 注氧气4700099.64.837内压液氧100099.6液氮50099.99O22ppm液氩1200O21ppmN22ppm高压氮气1500099.996.040内压中压氮气2700099.993.8469、0氮压机中压氮气300099.992.540氮压机低压氮气1600099.990.640氮压机装置空气2000露点：-400.520注：液产品为折合气态量。 工艺流程简述.1 压缩、预冷和纯化系统从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.63MPa(A)进入进入空气冷却塔，在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔及氨冷器冷却过的低温水冷却，空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置，以防止工艺空气中游离水份带出。出空气预冷系统的工艺空气进入用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的空气纯化系统，纯化系统中的吸附器由两台容器组成；吸附容器70、采用立式内绝热轴-径层床结构，当一台运行时，另一台则由来自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热后进行再生。在分子筛吸附器之后抽出一股空气作为全厂仪表空气送到全厂管网。.2 分馏塔系统（1）空气精馏净化后的空气主气流直接进入冷箱，这部分气体先在主换热器与从分馏塔上塔即低压精馏塔出来的气态产品进行对流热交换而冷却至接近于露点，然后进入分馏塔下塔即中压精馏塔底部作首次分离。另一部分净化空气送入空气增压机，从空气增压机中部抽出一股的空气进入增压透平膨胀机组的增压机，增压至后进入冷箱，在主换热器中冷却，然后经增压透平膨胀机组的膨胀机膨胀至0.5MPa(G)后与主气流一起进入分馏塔的中压精馏塔。空气增压机最终出71、口的中压空气，经空气增压机后冷器冷却后进入冷箱的中压主换热器冷却，冷却后的空气经一膨胀阀的膨胀后液体大部分进入中压精馏塔中部作为回流液，另一部分减压后进入低压精馏塔中部作为回流液。这股中压空气在中压主换热器中与精馏塔出来的高压液氧换热，使液氧气化成气体产品。空气在分馏塔的中压精馏塔中，上升气体和下降液体接触传质后上升气中氮的含量升高。所需回流液来自中压精馏塔顶部的主冷凝蒸发器，在此低压精馏塔底部的液氧蒸发，中压精馏塔顶部的氮气冷凝得到液氮。从上到下，中压精馏塔产出如下产品： 纯液氮产品及回流液 低纯氮回流液 含38%40%氧的 “富氧液空”低纯氮回流液在过冷器中过冷后，用作低压精馏塔中上部的回72、流液。富氧液空在过冷器中被过冷后送入上塔即低压精馏塔中下部参与精馏。中压精馏塔塔顶部的液氮则一部分作为中压精馏塔回流液，其余部分在过冷器中过冷后分为几部分：一部分送入低压精馏塔塔顶作回流液；一部分经液氮泵加压进入主换热器复热后（6.0MPa(G)），作为产品送出界区使用；一部分进入液氮储罐，作为产品送出界区；过冷器的冷源为来自低压精馏塔的纯氮气和污氮气。低压精馏塔产生如下产品： 底部产生液氧 中上部产生污氮 顶部产生纯氮气从低压精馏塔的底部抽出液氧。大部分液氧通过高压液氧泵增压至4.8MPa(G)后进入中压主换热器，在其中被气化并复热至大气温度作为产品高压氧气送出。另一部分经过冷器过冷后进入液73、氧贮罐，然后由液氧产品泵加压后送出。低压精馏塔顶部产生纯氮气，送到氮压机分别压到0.6MPa(G)、2.5MPa(G) 3.8MPa(G)送到用户。低压精馏塔中上部的污氮进入过冷器以过冷来自中压精馏塔的液体，然后进入低压主换热器复热，然后分成两路，其中一路用于对空气纯化器中的分子筛进行再生，另一股进入水冷塔用于冷冻水的降温。低压精馏塔顶部得到高纯度常压氮气。该气氮送入过冷器以过冷来自中压精馏塔的液体，然后部分去送管网；其余部分进入水冷塔或放空。为了提取氩，从低压精馏塔中部抽出的氩馏分送入粗氩塔，以除去氧气成份。该塔的回流液由粗氩塔冷凝器中的液态富氧空气蒸发而产生，该富氧空气来自中压精馏塔塔底，74、并在过冷器中过冷。粗氩流进入精氩塔分离除去氮成份，塔底的产品液氩进入液氩贮罐，再由液氩泵加压后送出。液氩贮罐中蒸发的氩气送回冷箱，经蒸发氩再冷凝器冷凝后与产品液氩一起返回贮罐。精氩塔底部的蒸发热量由精氩塔蒸发器冷凝来自中压精馏塔（的少量中压氮气而产生。冷凝下的液氮进入低压精馏塔塔顶作回流液。精氩塔冷凝器的冷量由来自中压精馏塔的液氮经过冷器过冷后的部分液氮在精氩塔冷凝器中蒸发获得。产生的纯氮气与低压精馏塔中上部出来的污氮混合后进入过冷器。（2）冷量的制取装置所需的大部分冷量由透平膨胀机和压缩空气节流膨胀所提供。从空气纯化系统来的部分空气，进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后，进入冷箱内的液氧换热器75、，冷却至一定温度后进入透平膨胀机。这股膨胀空气经膨胀机膨胀制冷后进入下塔，参与精馏。 主要设备的选择1）空气冷却塔、水冷却塔采用填料塔，压降低、能耗低、传热和传质效果好。操作弹性范围大，对水质的适应能力强。与筛板塔相比可大大地缩小塔径、减小占地面积。2）纯化器采用双层床结构，下层装填活性氧化铝，上层装填分子筛。3）膨胀机（1）增压透平膨胀机组由主机和供油系统两个撬装块组成。（2）膨胀机和增压机采用NREC设计软件进行设计和分析，使其效率达到最佳设计值，气动性能和流场分布更加合理。4）分馏塔（1）下塔结构采用了对流式筛板塔，具有有效流通面积大，精馏效果好的特点。（2）上塔采用填料塔结构，具有阻力76、小，空压机排压低，节能。（3）主换热器采用了大截面真空钎焊的铝制板翅式换热器。（4）采用氧气内压缩，另有部分液氧产品从主冷抽出，可使主冷中的液氧抽出量增加,充分防止碳氢化合物在主冷中积聚,更好地保证空分装置的安全运行。5）空气压缩机空气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台单轴型多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由蒸汽透平驱动。该压缩机具有等温效率高，可靠性高，转子稳定性好，可操作范围宽，制造方便，成本低等优点。6）氮气压缩机氮气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台单轴型多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由蒸汽透平驱动。4.4 气化 气化工艺方案的确定.1 气化工艺技术简介气化工艺一77、般分为三种类型：移动床（有时也被称为固定床），流化床和气流床。1）移动床气化炉是最老的气化炉，它很长时间在煤气化工艺中占主要地位。移动床气化炉中的氧化剂与煤的流动方向相反，通过由煤变为焦油，再到灰等一系列反应区。当空气被作为氧化剂时，温度通常不会超过灰熔点，而纯氧气流床气化炉既可以是干灰也可以是熔渣。由于合成气出口温度（400-500）相对较低，粗合成气中通常会有液态碳氢化合物。富养气化的特点是投资少，操作简单，在中型氮肥厂中具有丰富的操作经验，是国家重点推荐的中氮厂造气技术。由于国家大力整治小煤窑和国家经济发展和重化工业的强力拉动，贵州省无烟煤价格随着需求的增加正在节节上扬。加之，贵州西部煤78、炭出省通道逐渐通畅，通过泸州走水运的路径已经打通，通过高速运往广西、湖南、湖北已经非常便捷，无烟块煤价格几年来一直在上涨。目前已经涨到500元/吨，使合成氨成本大幅上升，项目的技经评价指标比项目建议书时下降很多，继续沿用原定工艺技术方案中富氧连续气化方式，项目的投资利润率仅8.67,净现值为负,已经不具有经济可行性，所以可研报告决定不采用富氧气化工艺。2）流化床气化炉采用粉碎了的煤作为原料，用氧化剂（氧气或空气）来进行床体流化，其温度保持在1000以下，以预防灰熔化后与炉床里的物质发生结聚。氧化剂的有限流量意味着大多数煤粒不会充分燃烧，而是收缩成碳素粒，被合成气带出气化炉。这就需要大量的碳素粒79、循环，或被传送到分离燃烧室中燃烧。在我国具有典型代表的有：恩德煤气化技术：恩德粉煤常压气化技术是在德国温克勒粉煤常压气化技术的基础上改进发展形成的。在我国已有成功的工业生产运行装置。中科院山西煤化所也开发了先进的灰熔聚流化床粉煤气化，并实现了工业化装置生产。3）BGL加压熔渣气化炉是固定床和气流床相结合的工艺，其操作工艺和炉体结构与鲁奇炉相似，主要差别在于炉底排渣部分，通过调节供入燃烧区蒸汽和氧气的量来控制燃烧区的温度，以实现液态排渣。气化蒸汽消耗量与鲁奇炉相比大大降低，同时提高了气化温度，减少了气化产生的废水量，减轻了环境保护负担。当使用煤的灰熔点较高时，则可以加入一定助熔剂，以确保灰渣流动80、性，使它能顺利的从灰渣流到淬冷器中，被水淬冷成为粒状烧结物，然后通过过灰渣的闭锁斗排出气化炉。4）气流床气化炉属第三代先进的煤气化技术，是最清洁，也是效率最高的煤气化类型。粉煤在1200-1700时被氧化，高温保证了煤的完全气化，煤中的矿物质成为熔渣后离开气化炉。气流床所使用的煤种要比移动床和流化床的范围更广泛。使用氧气可以使气化更有效，并可避免合成气被氮气稀释，合成气的热值也高于空气氧化炉所产生的合成气的热值。目前以煤为原料生产合成气的气流床气化工艺具有典型代表的有：德士古(TGP)水煤浆加压气化工艺；新型对置式多喷嘴水煤浆加压气化；壳牌（SHELL）干粉煤加压气化工艺（SCGP）；德国未来81、能源公司的GSP干粉煤加压气化工艺；国内的多喷嘴对置粉煤加压气化技术；.2 先进的煤气化技术的工艺特点1）德士古(TGP)水煤浆加压气化：水煤浆气化可列为第三代煤气化技术。该工艺采用水煤浆进料，制成6065%浓度的水煤浆，在气流床中加压气化，水煤浆和氧气在高温高压下反应生成合成气，液态排渣。使用气化压力在2.76.5MPa,气化温度在13001400，CO+H2达到80%。气化过程对环境污染影响较小。煤种适应性广年轻烟煤，粉煤皆可作原料，除褐煤、泥煤及热值低于22940kJ/kg煤以外，灰融点要求不超过1350（否则必须添加助熔剂），煤可磨性和成浆性好，制得煤浆浓度要高于60%为宜。德士古水煤82、浆气化在上世纪80年代投入工业生产，中国已在渭河、鲁南、上海焦化、淮南、黑龙江浩良河化肥厂中石化金陵化肥等引进该技术。 由于本工程是采用的煤质（白煤）灰熔点较高，成浆性差，不能作为德士古水煤浆加压气化的原料。因此本项目不宜采用水煤浆加压气化技术。2）新型（对置式多喷嘴）水煤浆加压气化技术也是最先进煤气化技术之一。是在德士古水煤浆加压气化法的基础上发展起来。该项目是被科技部列入了“九五”国家重点科技攻关项目，由华东理工大学、原鲁南化肥厂（水煤浆工程国家中心的依托单位）、XXXX化学工程公司共同承担开发完成。新型（对置式多喷嘴）水煤浆加压气化技术在2004年11月在德州投入工业生产；由于和德士古水83、煤浆加压气化相同的原因，本项目不宜采用此技术。3）壳牌干粉煤加压气化工艺 (SCGP)壳牌干粉煤气化是Shell公司开发的具有特色的第三代煤气化工艺，于1972年开始在壳牌公司阿姆斯特丹研究院（KSLA）进行煤气化研究，1976年应用于一台6t/d煤气化炉，1978年第一套中试装置在德国汉堡郊区哈尔堡炼油厂建成并投入运行日处理煤量150吨，1987年在美国休斯顿迪尔帕克炼油厂建成日投煤量250400吨的示范装置投产称作SCGP1示范装置。1993年在荷兰的德姆克勒(Demkolec)电厂建成投煤量2000吨/日的大型煤气化装置，用于联合循环发电，称作SCGP工业生产装置。装置开工率最高达73%84、。该套装置的成功投运表明SCGP气化技术是先进可行的。（1）SCGP煤气化工艺过程Shell 粉煤气化工序由以下主要单元组成：磨煤及干燥、煤加压及进煤、气化及合成气冷却、除渣、除灰、洗涤、废水汽提及澄清、气化公用工程系统等。（2）SCGP气化炉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，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，采用以渣抗渣的防腐办法，基本解决了高温耐火材料损坏严重和检修频繁的难题。水冷壁与简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25030085、温度的有压合成气。炉体设有对称的四个煤粉烧嘴，烧嘴使用寿命保证期为一年，美国休斯顿示范厂烧嘴使用寿命据说已达9500h以上。（3）SCGP技术的特点 适合于气化原料煤的范围较宽 采用高温加压干粉煤气流床SCGP气化方法，拓宽了适应制取合成气原料煤的煤种，如褐煤、烟煤、无烟煤等各种煤均可使用，对煤的性质如：粒度、结焦性、灰分、水分、硫分、氧分等含量均不敏感。 成功地设计了膜式水冷壁气化炉 采用水冷壁气化炉，基本消除了频繁检修、更换炉内耐火衬里和耗费昂贵的弊端。同时单炉产气能力大，具有高效、大型化和长周期运行的显著特点。 SCGP技术具有较高的热效率 煤炭利用率高，碳转化率可达99，其原料煤能量回86、收率高，8083以合成气形式回收(即冷煤气效率)，1416以蒸汽形式回收。 环境质量高 SCGP气化工艺，壳牌公司称它为“洁净煤”工艺，其生产的合成气是含甲烷量很低的高洁净合成气。在煤气化过程中，煤粉制备采用密闭系统，无粉尘排放；煤中灰分在气化炉排出时被转化为玻璃体颗粒，可作为道路建筑材料，不污染环境；合成气水洗排放液经汽提冷却后循环使用，汽提逐出的H2S气体送硫回收装置。3）德国未来能源公司的GSP干粉煤加压气化工艺未来能源公司位于德国来比锡附近的弗来堡市（Freibarg），原为东德黑水泵煤气联合企业弗来堡燃料研究所。1980年建成两套粉煤加压气化装置：W100（处理煤量100250kg/87、h），W500（处理煤量525t/h），1983年12月又建成一套大型粉煤加压气化装置，W30处理煤量30t/h称为GSP工艺。2004年从巴高克电力公司分离出来，并由瑞士SH公司收购以东德煤炭工业学院为依托加强开发煤的气化技术。公司1956年成立以来，最初开发固定床气化技术，70年代末开始流化床的研究工作，原料煤主要是含硫的褐煤。（1）GSP干粉煤加压气化工艺流程GSP气化工艺流程由磨煤及干燥、煤加压及进煤、煤气化及合成气激冷、渣水处理等几个工序组成。GSP气化工艺的磨煤及干燥、煤加压及进煤工序和SCGP工艺相同；渣水处理工序和TGP水煤浆加压气化工艺相同；煤气化工序也和TGP工艺相似，不同88、之处在于它独特的气化炉设计。（2）GSP气化炉GSP气化炉为圆柱形结构（见右图），粉煤、蒸汽和氧气从炉顶喷嘴进入气化炉反应室，气化炉内周围装有水冷壁管，水压高于反应室压力。冷却盘管内侧装有密集的销钉，用以固定碳化硅涂层，涂层厚度约20mm。耐火涂层用水冷却，其表面温度低于液渣的流动温度，形成渣膜可以保护耐火层。GSP水冷壁气化炉的特点： 环模水冷壁 无耐火砖 盘管内有温度达285冷却水 内涂薄耐火材料层 随着水冷壁降温，灰渣会固化在炉壁上，渣厚约5.5mm 该技术可以将炉壁温度控制在500度以下 可以有效地延长气化炉寿命（寿命在10年以上）（如果使用耐火砖，那么每隔12到20个月就需要更换一次89、）（3）GSP流化床煤气化工艺技术特点： 能高效生产富氢和一氧化碳的合成气，甲烷含量少，热值高 燃料可完全气化，不生成冷凝副产品，气体不含焦油、酚等污染物 液态排渣，熔融淬冷成透明状，硬度大对环境无污染 能气化劣质褐煤，也可气化硬煤和焦煤，煤种适应范围广 煤气化碳转化率高于99 可处理高Cl-的物料，原料适应性强 水管冷壁型气化炉，寿命长，维修工作量小 新型水冷气化喷咀，寿命长，效率高 流体上进下出，单喷咀，工艺有水冷激型、废锅型、混合型流程4）多喷嘴对置粉煤加压气化技术多喷嘴对置粉煤加压气化技术是在新型多喷嘴对置气化炉中试装置的基础上开发的，是对新型气化炉攻关成果的拓展和延伸。由鲁南化肥厂、90、华东理工大学、XXXX化学工程公司共同承担的日投料30吨能力粉煤加压气化炉工业中试装置项目，2001年11月被科技部列入了“十五”国家重点科技攻关项目。该项目已于2003年3月完成工程设计，2004年10月在鲁化建成并一次投料成功。于2004年12月68日，通过由科技部组织的国家72小时考核。装置运行良好，各项主要技术指标达到和超过设计要求。于2005年2月1日，通过由科技部组织的国家项目验收。项目试验的成功，可望使我国在煤化工气化整体技术水平处于国际先进水平，气化炉结构及工艺效果处于国际领先水平。考虑到该工艺目前还没有工业化装置，从日投煤30吨扩大到10002000吨的装置存在一定的风险，而91、且关键缺陷是气化炉燃烧室采用耐火砖，而不是水冷壁，耐火砖使用寿命短，生产成本高，效益低。要在贵州使用鲁化干煤粉气化技术，必须解决水冷壁问题，但目前鲁化还没有开展此项工作，我们认为在贵州使用鲁化干煤粉气化技术在时间衔接上存在问题，是不太合适的。所以暂不推荐此工艺。5）BGL熔渣气化技术的特点与其它氧气为主的气化技术相比，BGL气化炉耗氧量较低。灰渣是质地紧密的固体物质，封存了微量元素。灰渣无害并具非浸溶性，适于作建筑材料。气化过程中无飞灰产生。气体成分中CO2含量低。气化炉可快速开车、停车。在气化炉底部的高温区炉壁被一层固体灰渣所保护。煤中90以上的能量被转化成可利用的煤气。BGL气化技术对煤种92、适应性宽，不但在燃用劣质煤方面具有较大优势，还可以气化焦油、工业垃圾等。煤料床顶部的气化温度一般为450，可以不用要昂贵的热回收设备，但气体中甲烷含量较高，并含有焦油，增加了后续工段气体处理的负荷和投资。原煤可被气化，对煤的粒度要求不高，550mm的煤都可采用。.3 气化工艺技术选择综上所述，适合本工程选用的气化技术有SCGP、GSP和BGL三种工艺，技术和经济性比较如下 SCGP干粉煤气化只能采用废锅流程，气化炉和废锅系统结构复杂，制造要求高，制造难度大；合成气冷却需要循环气压缩机输送循环合成气和合成气换热来完成，因此，其投资比同样生产规模的GSP气化激冷流程高出40%以上。操作和维修费用大93、，生产成本也高。合成气中CO高达60%，而水气比只有0.15，必须同时补加其副产蒸汽的85%才能满足变换的需要。 BGL工艺虽然具有氧耗低、煤的适应性好、投资省的优点，但因为气化温度低，气体中含甲烷、焦油等在后续工段难以处理的物质，无疑将增加后续工段的消耗和投资。BGL气化过程中产生的废水成分较为复杂，一般含有焦油、酚、氨、尘等多种物质。它们在水中的含量都较高，虽然煤种不同，各种成分的含量也不尽相同，但这种废水用常用的生化、过滤、反渗透等方法不能直接处理，都必须首先将水种的油、尘、酚、氨等进行分离、回收，流程复杂，投资高，很难达到国家污水排放标准。建在黄河上游的兰州煤气厂，采用鲁奇碎煤加压气化94、技术，因污水处理不能达标，国家已经下令关闭。XXXX水资源丰富，河水流入下游河流，如果不能解决污水处理问题，本项目环评可能将无法通过。同时BGL工艺有求煤的粒度为550mm，原料煤中5mm的煤粉无法使用。原料煤块煤的进价比粉煤的价格高200元/吨，相当于吨氨成本增加了250元左右，尽管投资稍低，但总体效益并不理想。 GSP采用激冷流程，其气体被水蒸汽饱和，水气比约为1.11.3，足以满足变换反应对水蒸汽的需要，且流程设置按耐硫中串低比较顺畅。气化温度高，所有的有机成分几乎完全被分解，并且不会有新的化合物生成，灰渣和废水中都不会存在对环境有较大危害的物质。SCGP、GSP、BGL及富氧气化工艺生95、产合成氨经济性比较气化方法指标BGLSCGPGSP富氧气化总投资15.38825.519.9115.53生产规模（万吨/年）40505040原料煤消耗（万吨/年）50.6462.471.9461.6燃料煤消耗（万吨/年）38.1639.232.3029.64总用电负荷（万kWH）0488757385485总用水量（万吨/年）633.6880880905环保性能一般好好一般技术成熟程度一般较好较好好吨氨完全成本（元/吨）1360.7120010991420项目内部收益率（税前%）11.8315.6920.3710.53净现值（税后，万元）370412071555963.7815362项目年利润（96、万元）231503048533121.8513793项目年净利润（万元）1740620425245919514投资回收期（税后，年）8.438.256.449.03注：上表中BGL、富氧气化原料块煤灰份按15考虑，SCGP、GSP所用原料粉煤灰份分别按15和30考虑。综上所述，本项目首推GSP激冷流程粉煤加压气化技术，可以从根本上降低生产成本，增强了企业的竞争力。 气化工艺流程叙述.1 磨煤及干燥合格粒度的原料煤用胶带输送机由原料煤堆场送入原料煤储仓。原料煤经过计量给料机加入磨煤机中，进行磨煤加工生产煤粉。磨煤机采用的是中速磨，在磨煤的同时向磨煤机内吹入由惰性气体加热器（热风炉）加热的气体，对97、煤进行干燥。惰性气体加热器的燃料主要是由液氮洗排出的弛放气，不足部分由粗合成气补充。磨煤机磨出煤粉由热风携带经磨煤机的旋转分离器，将合格的煤粉送出，再通过布袋除尘器将煤粉与气体分离，煤粉经旋转下料阀、螺旋输送机输送到煤粉储斗。分离后的惰性气体再由循环风机吹入惰性气体加热器循环使用。原料煤储斗设有除尘用的风机和布袋除尘器，用于防止煤粉尘飞扬。惰性气体加热器配有助燃风机。.2 煤加压及给料来自磨煤及干燥单元的粉煤进入粉煤储仓，同时由粉煤过滤器过滤下的煤粉也进入粉煤储仓。粉煤经煤粉发送罐送入煤粉锁斗，一旦此过程完成，后者即与所有低压设备隔绝。煤粉锁斗与煤粉给料仓之间的平衡阀门打开后，高压氮气进入煤粉98、锁斗加压直至压力与煤粉给料仓相同。粉煤进入煤粉给料仓后，煤粉锁斗开始卸压并重新进料，周而复始。.3 煤粉气化来自煤粉给料仓的粉煤用中压氮气通过加料器送入气化炉粉煤烧嘴。中压过热蒸汽进入氧气/蒸汽混合器与来自空分的纯氧混合后也进入粉煤烧嘴。氧/蒸汽比保持恒定，而氧/煤比则根据合成气产量及其组份（CO2和CH4）含量进行调节。粉煤、氧气和蒸汽混合物由粉煤烧嘴喷入气化炉内进行燃烧反应。反应后的高温合成气（1350）在气化炉激冷室被激冷至约216后进入下工序。高温气化使煤中所含灰份成熔融状并流到气化炉下部激冷室中，由于激冷迅速分解成灰渣小颗粒，然后灰渣颗粒随水进入渣收集罐中。灰水由循环泵输送，经水力旋99、流器和冷却器循环回到激冷室，并将熔渣的热量带走。渣由收集罐进入排渣罐，在此过程中，水通过灰水泵循环回到收集罐中，同时部分高压新鲜水将补充到系统。当所有的渣进入排渣罐后，排渣罐即与收集罐隔绝并开始卸压，然后将渣全部倒入渣池，由洗涤水储罐出来的低压灰水对排渣罐进行冲洗，当冲洗和重新注水完成后，用中压氮气进行加压，然后与收集罐重新连通。渣池中的渣由链式捞渣机捞出并经渣输送带送往渣场。渣池中含细微颗粒的灰水通过渣水排放泵输送至渣水处理的真空闪蒸罐中。.4 渣水处理合成气通过两级文丘里洗涤器洗除去灰分，经带有高效除雾器的分离器除水后，送变换装置。文丘里洗涤器出来的黑水经过高压闪蒸和真空闪蒸，分离出其中溶100、解的合成气，最后进到澄清槽澄清。高压闪蒸罐顶出来的闪蒸气经过灰水加热器、脱盐水加热器塔顶冷凝器分离出酸性气送火炬燃烧放空。澄清槽上部清水为灰水，灰水溢流到灰水槽。澄清槽底部渣水通过底流泵送到压滤机分离出细渣和滤液，滤液自流到滤液受槽，滤液再从滤液受槽和灰水槽来的灰水一起经过废水冷却器冷却之后送污水处理场。 主要设备的确定气化装置的操作工况和工艺介质对设备结构和材质具有较高的要求，在结构上不但要有足够的强度，还必须考虑防腐、耐磨蚀性，材料采用的是国内生产的碳钢、低合金钢及不锈钢00Cr17Ni14Mo2（316L）。1） 磨煤机根据国内发电厂制备煤粉的经验，初选国内生产的辊盘式中速棒磨机2台，处101、理能力75t/h。煤磨机内衬耐磨橡胶板以降低噪音。磨煤机的最终选型及详细规格待做不同煤种的磨煤试验后再研究决定。2） 气化炉气化炉参数如下：壳体内径： 2460mm气化炉为GSP专利设备，有专利商供应。3）锁斗锁斗是为气化炉提供高压煤粉的主要设备之一，根据锁斗功用的特点，本装置锁斗内部承压06.0MPa为交换规律进行的循环应力，本设备需按应力分析及疲劳寿命分析设计。此设备为专利设备，专利商要求由专利商供货。4.5 变换 概述变换工段的主要任务是将气化送来的水煤气中的CO经变换反应得到合成氨生产需要的H2，并根据不同的温度范围产生不同等级的蒸汽进行工艺余热回收。 工艺技术路线选择由于本工程的气化102、采用GSP气化工艺，水煤气中的CO含量较高（V%：5965%），且水/干气比较高（1.11.3），采用传统的一段变换炉无法控制变换炉的出口温度，极易出现“飞温”现象，给选择变换炉设备材料带来困难。为克服上述问题，本流程选用中-中-低、中变分气（激冷液）激冷变换流程。由气化来的水煤气经煤气水分离器分离夹带的水后，水煤气分两股：第一股经中温换热器升温后进入第一中温变换炉AB（并连操作，采用轴径向变换炉，该炉型气体分布均匀，催化剂装填量少，并可降低压力降），变换气在中温换热器内和第一股水煤气换热后与第二股水煤气一起进入激冷器，调至合适温度进入第二中温变换炉进行变换反应。而后经蒸汽过热器、中压废热锅炉103、锅炉给水加热器调节进入低压变换炉的变换气温度，使出低压废热锅炉的变换气最终控制CO含量为0.4%（mol干基）。 本装置三废治理及环境保护措施 变换工段排出的不凝气来自气提气冷凝分离器顶部，送入气化火炬焚烧。冷凝液废水来自气提气冷凝分离器底部，含有一定量的NH3，送污水处理装置处理后达标排放。变换炉的催化剂需要每三年更换一次，送制造厂处理。 催化剂、吸附剂、化学品技术规格序号名称规格(型号、尺寸)控制组分名称标准备 注1耐硫变换催化剂3.74.0 814mmMoO3:8.01.0%CoO:1.80.2%比重0.80.85 装置危险性物料主要物性序号物料名称分子量熔点沸点闪点燃点爆炸极限(V%104、)毒性程度火险分类爆炸级组国家卫生标准备注上限下限1水煤气2072.68.28中度甲类dCT3CO30mg/m32变换气21.670.97.60中度甲类dCT3 工艺流程简述从气化工段来的水煤气（3.8MPa（A）、216）进入本工段第一水分离器（V1）。分离出冷凝液后的水煤气分为两股：第一股气经中温换热器E1换热至250后进入第一中温变换炉R1A/B（两台变换炉可单独操作，亦可并连操作，炉型为轴径向式），出第一变换炉A/B的变换气在中温换热器E1内与第一股水煤气进行换热，温度降至387，与第二股水煤气混合并喷入激冷液，温度调至250后进入第二中温变换炉R2，出第二中温变换的变换气进入蒸汽过热105、器E2，在蒸汽过热器中将来自管网的3.82MPaG的饱和蒸汽及本工段中压废热锅炉E3产生的3.82MPaG的饱和蒸汽一并加热至380，然后变换气经中压废热锅炉E3后进入中压锅炉给水加热器E4，温度降至220后进入低温变换炉R3，出低温变换炉的变换气中CO含量为0.8%（mol干基）经高压锅炉给水加热器E5将高压锅炉给水加热至148.7分离出冷凝液后进入第一低压废热锅炉E6，产生0.6MPaA饱和蒸汽，分离冷凝液后进入第二低压废热锅炉E7，产生0.3MPaA饱和蒸汽，分离冷凝液后依次经脱盐水加热器E8、第三水分离器V5、变换气水冷器E9、第四水分离器V6温度降至40后至净化工段。第一、二水分离器106、分离出的冷凝液一起减压至3.5MPaG送至气化工段。第三、四水分离器（V5、V6）分离出的冷凝液经气提气冷凝分离器（E10）加热后进入气提塔（T1）用低压蒸汽进行气提，气提后的冷凝液经冷凝液加压泵（P3A,B）加压后送入气化，气提气则经气提气冷凝分离器（E10）冷却分离，分离出的冷凝送至污水处理，不凝气则送至气化火炬焚烧。第二低压废热锅炉（E7）产生的0.3MPaA饱和蒸汽除本工段气提塔（T1）和脱氧槽（V8）消耗部分外，其余外送。所有废锅的锅炉排污送至排污膨胀槽（V9），用一次水降温后排放。管网来的脱盐水经脱盐水加热器（E8）加热后，除补充脱氧槽用水外送至锅炉房。除氧器用本工段产的低压蒸汽进107、行除氧，经除氧后的锅炉给水分为两股，第一股经低压锅炉给水泵（P1A,B）加压后送至第一、二低压废热锅炉；第二股经中压锅炉给水泵（P2A,B）加压后，一部分送至合成氨工段，另一部分经中压锅炉给水加热器（E4）加热送至中压废热锅炉（E3）。另设有开工用氮气加热器（F1）和二硫化碳贮槽（V7），并配有开工催化剂升温还原管路。4.6 低温甲醇洗 概述净化工段的主要任务是脱除变换气中的对分子筛干燥和和成催化剂有毒的气体H2S、COS、CO2等。 工艺方案选择目前，合成氨厂中脱除H2S的方法有改良法、栲胶法、G-V法、NHD法，脱除CO2的方法主要有改良热钾碱法，NHD法、MDEA法、低温甲醇洗法（同时脱108、除H2S）等，但对于GSP粉煤加压气化所生产的水煤气，因为水汽比大、压力高、硫含量高、CO2含量高等特点，可供选择的净化方法主要有以下两种选择：1）低温甲醇洗；2）NHD脱硫脱碳。低温甲醇洗法属于物理吸收，在低温（-50-60下），溶剂吸收能力大，溶液循环量小，气体净化度高，再生热耗少，操作费用低，能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2，溶液不起泡、不腐蚀，H2S浓缩简单，在原料煤硫含量波动较大的情况下，H2S的浓度也可满足硫回收的要求。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢材，需要引进国外的低温材料，所以基建投资高，但其最大优点是溶剂价格便宜，消耗指标和能耗均低于其它净化工艺，在109、大型合成氨厂中普遍采用。低温甲醇洗的专利技术具有代表性专利商为：国外为林德和鲁奇的技术；国内为大连理工大学的技术，两种技术都为成熟技术，但国外专利费、基础设计费较高，因此，本工程为节省投资选用国内技术。NHD法是中国南化公司研究院等单位开发成功的新技术，属于物理吸收净化技术，该工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽压低，溶剂损失小，再生热耗低，设备材质大部分为碳钢，取材范围广，价格也便宜，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大，消耗高，另外，NHD溶剂对有机硫的吸收能力差，对高硫煤要增加有机硫水解设备。该工艺的主要优点是投资少，能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化方法。低温甲醇洗和NHD净化方法比较110、。净化方法单 位NHD脱硫脱碳低温甲醇洗生产规模t/d NH34841000原 料煤煤净化气H2S1PPm0.1PPmCO20.1%20PPm溶液成份NHDCH3OH再生方法氮气气提或空气气提闪蒸+气提电 耗度/tNH3脱S：14.17脱C：59.5合计：73.67合 计：25蒸 汽t/tNH3脱S：0.32脱C：0合 计：0.31水t/tNH3脱S：17.04脱C：0.72合计：17.16合 计：8.16冷 量0.288GJ/tNH3溶剂消耗kg/tNH3脱S：0.2脱C：0.2合计：0.41总能耗kJ106/tNH3脱S：1.080脱C：1.034合计：2.1141.4486XXXX能化有111、限公司XXXX60万吨醇氨（I期50万吨合成氨）工程来讲，从工程规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑，I期50万吨合成氨酸性气脱除采用低温甲醇洗工艺较好。 本装置三废治理及环境保护措施净化工段排出的二氧化碳气和尾气分别来自CO2气提塔和H2S浓缩塔顶部，主要含有CO2、N2、CO等，H2S含量25ppm，此两种气体经换热器回收冷量后通过消音器后放空，排放高度70m。废水来自甲醇水分离塔，含有微量甲醇（2），送污水处理装置处理后达标排放。 催化剂、吸附剂、化学品技术规格序号名称规格(型号、尺寸)控制组分名称标准备 注1甲醇GB338-92 工艺流程简述来自变换工段的3.6MPa（A），40变换气112、进入本工段，与循环气体混合，并在原料气中注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后，气体经原料气冷却器（E01）与从液氮洗来的净化气、CO2气提塔塔顶出来的二氧化碳气和从H2S浓缩塔出来的尾气换热降温，经水分离器（V01）分离出冷凝的甲醇、水混合物后，原料气从底部进入甲醇洗涤塔（T01），与自上而下的贫甲醇逆流接触，脱除气体中的CO2、H2S和COS，塔顶出来的净化气去液氮洗工段。从水分离器（V01）分离出的甲醇、水混合物经甲醇水分离塔给料加热器（E16）加热后进入甲醇水分离塔（T05）中上部。在甲醇洗涤塔(T01)上部，用来自热再生工段温度较低的贫甲醇液脱除CO2，在甲醇洗涤塔（T01）底部对H2S113、COS进行吸收，CO2吸收的熔解热部分通过去下塔的甲醇带走，再通过循环甲醇冷却器（E06）用来自H2S浓缩塔（T03）的冷甲醇液冷却循环甲醇及通过3甲醇急冷器（E05）用冷冻剂冷却循环甲醇，带走部分热量。由于CO2在甲醇中的溶解度比H2S在甲醇中的溶解度低，送入甲醇洗涤塔中CO2脱除段的甲醇流量要比送入H2S脱除段的要大。甲醇洗涤塔（T01）CO2脱除段中多余的甲醇从塔的中部抽出。甲醇洗涤塔（T01）底部富含H2S甲醇通过甲醇换热器（E07）和1甲醇急冷器（E03）分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液氨冷却。经过冷却，这部分甲醇减压膨胀后压进入循环气闪蒸罐（V02）回收闪蒸出来的H2。来自循环气闪114、蒸罐（V02）的闪蒸气经循环气压缩机（C01）压缩，经压缩机后冷却器冷却，在进入原料气冷却器之前并入上游变换气中。来自甲醇洗涤塔（T01）的富含CO2甲醇与上述过程一样，先经甲醇换热器（E07）和2甲醇急冷器（E04），分别被来自CO2气提塔给料泵（P02A,B）的甲醇和冷冻剂液氨冷却，减压膨胀后进入2循环气闪蒸罐（V03），闪蒸后的闪蒸气再经循环气闪蒸罐（V02）由循环气压缩机（C01）压缩。循环气压缩机（C01）同时压缩来自液氮洗工段的闪蒸气以提高2回收量。来自循环气闪蒸罐（V03）的富含CO2的甲醇先膨胀进入CO2气提塔顶，在CO2气提塔（T02）中，富含CO2甲醇液膨胀后产生无硫CO2115、气体，经原料气冷却器（E01）回收冷量后与来自H2S浓缩塔（T03）的尾气一起经高点放空。从CO2气提塔（T02）中较低的升气管式塔板上抽出来的温度较低的甲醇液送入H2S浓缩塔（T03）的中上部，来自CO2气提塔（T02）底部的富含H2S甲醇也进入H2S浓缩塔下段。为了提高装置H2S馏分的浓度,在H2S浓缩塔下部用来自空分工段的低压氮气对CO2进行气提，同时在塔的上部，用来自CO2气提塔（T02）顶部的另一股没有被用作CO2气提塔（T02）回流洗涤液的无硫甲醇对气提出来的H2S和COS进行洗涤。出H2S浓缩塔的尾气基本上不含硫，经原料气冷却器（E01）换热后与来自CO2气提塔（T02）的CO2116、气一起放空。从H2S浓缩塔（T03）升气管式塔板上抽出温度较低的甲醇液作为冷却剂先后用在贫甲醇冷却器（E08）、循环甲醇冷却器（E06）及甲醇换热器（E07），在经过循环甲醇冷却器（E06）换热升温后进入甲醇闪蒸罐（V07）,闪蒸出来的闪蒸气进入CO2气提塔（T02）的底部与来自上部的甲醇逆流接触脱除闪蒸气的H2S组分。来自甲醇闪蒸罐（V07）的闪蒸液经CO2气提塔（T02）给料泵（P02A,B）加压后进入甲醇换热器（E07）作为冷却剂，在此换热过程中产生的闪蒸气在进入CO2气提塔（T02）脱硫之前在CO2气提塔（T02）底部进行分离。从H2S浓缩塔（T03）底部出来的富含H2S甲醇经甲醇再生117、塔给料泵（P03A,B）通过2贫甲醇冷却器（E09）、1贫甲醇冷却器（E10）进入甲醇再生塔（T04）。在甲醇再生塔（T04）中由甲醇再生塔再沸器（E11）加热产生的甲醇蒸汽及来自甲醇水分离塔（T05）的甲醇蒸气气提，对富甲醇中所含有的H2S及CO2进行完全解吸，甲醇再生塔（T04）顶部气体经甲醇再生塔回流冷却器（E12）、酸性气换热器（E14）及甲醇再生塔回流冷凝器（E13）分别被冷却水、冷酸性气及冷却剂液氨冷却。冷凝液经H2S浓缩塔（T03）底部及经甲醇再生塔回流泵（P06A,B）送回甲醇再生塔（T03）顶部。离开酸性气分离器（V05）的酸性气，通过酸性气换热器（E14）加热后作为硫回收工118、段原料，离开本工段。离开甲醇再生塔（T04）塔底经过再生的贫甲醇在1贫甲醇冷却器（E10）中冷却到42，经甲醇收集槽（V04）缓冲，再用贫甲醇泵（P04A,B）升压。升压后的贫甲醇经水冷却器（E18）、2贫甲醇冷却器（E09）、3贫甲醇冷却器（E08）冷却后进入甲醇洗涤塔（T01）。来自水分离器（V01）的甲醇和水混合物冷凝液经甲醇水分离塔给料加热器（E16）加热，送入甲醇水分离塔（T05），通过蒸馏将水和甲醇进行分离。该塔由甲醇水分离塔再沸器（E15）进行加热，塔顶甲醇蒸汽送甲醇再生塔（T04），而水作为废水排出，送往污水处理系统。甲醇水分离塔（T05）所需的回流甲醇由甲醇再生塔（T04）再119、生甲醇提供，通过甲醇水分离塔给料泵（P05A,B），经甲醇水分离塔给料加热器（E16）冷却后入塔。大部分循环的再生甲醇，通过甲醇粗过滤器（S02A,B）除去甲醇循环系统中的固体及其他颗粒。甲醇粗过滤器（S02A,B）位于甲醇再生塔给料泵（P03A,B）的下游。进入甲醇再生塔（T05）的所需的回流甲醇在进入甲醇再生塔（T05）之前要经过甲醇过滤器（S01）进行进一步的过滤以除去固体及其他颗粒。来自硫回收工段的尾气含有少量H2S，进入H2S浓缩塔底部，甲醇洗涤后和尾气一起排入大气。为了提高去硫回收工段的H2S浓度，一部分来自酸性气分离器的酸性气体循环进入H2S浓缩塔（T03）的下部。循环的CO2离120、开H2S浓缩塔（T03）塔顶，同时循环H2S用甲醇进行洗涤。为了减少甲醇损失，配置有甲醇污水系统。各个支管将所有泄露甲醇的设备连接到总管。总管将泄露的甲醇收集起来汇入排放甲醇槽（V08）。配置的污甲醇泵（P07）可将排放甲醇送入甲醇水分离塔（T05）。安装在原料贮存工段的甲醇贮罐（V09）用于贮存甲醇。并装有甲醇供给泵（P08）。该贮槽可在停工时收集甲醇。 主要设备的选择净化工段主要设备有甲醇洗涤塔（T01）、CO2气提塔（T02）、H2S浓缩塔（T03）、甲醇再生塔（T04）和甲醇水分离塔（T05）。根据目前国内低温甲醇洗装置的生产经验，甲醇洗涤塔、CO2气提塔、H2S浓缩塔和甲醇再生塔仍采121、用浮阀塔，浮阀型式为国内先进的导向浮阀。导向浮阀具有以下优点：1.可以减少或消除塔板上的液面梯度；2.塔板上液体返混小；3.可以消除液体滞止区；4.浮阀无磨损，无脱落。甲醇水分离塔选用的筛板塔。此五塔的主要规格如下：1、甲醇洗涤塔（T01）塔径： 3000/3800mm塔高： 67500mm塔型： 导向浮阀塔塔板数：81块主要材质：SA203Gr.E、SA516Gr70+S5和3042、CO2气提塔（T02）塔径： 3200mm塔高： 57000mm塔型： 导向浮阀塔塔板数：56块主要材质：SA203Gr.E和3043、H2S浓缩塔（T03）塔径： 4600mm塔高： 48900mm塔型： 导122、向浮阀塔塔板数：73块主要材质：SA203Gr.E和3044、甲醇再生塔（T04）塔径： 3600/5000mm塔高： 29635mm塔型： 导向浮阀塔塔板数：30块主要材质：16MnR和3045、甲醇水分离塔（T05）塔径： 1400mm塔高： 29635mm塔型： 筛板塔塔板数：51块主要材质：16MnR和3044.7 气体精制 工艺方案选择气体精制有两种方法：1、低温甲醇洗配液氮洗耐硫变换只采用中温变换，出变换的气体中CO含量在1.0左右经热回收和冷却进低温甲醇洗后，再进入液氮洗，一次性将气体中所有杂质包括CO，AR，CH4等全部脱除，合成新鲜气的惰性气含量小于10ppm.。变换气经低温123、甲醇洗净化后的气体温度在55左右下进入液氮洗时，液氮洗的冷量可以自身平衡。由于气体精度很高，因而在合成回路中无弛放气，减少了气体损失，压缩功耗也较低。但该法压力损失较大，投资较高。2、甲烷化精制采用耐硫中变串低变，使CO含量降至0.4%以下，进甲烷化反应，甲烷化后新鲜气中CH4+Ar含量约为0.7%。甲烷化工艺的缺点是甲烷化过程中消耗H2，同时合成回路中弛放气增加，不但损失有效气体，而且压缩功耗增加。甲烷化流程只适合于压力小于4.0MPa、水汽比较高的工艺。变换操作压力太高时，受平衡压力的影响，CO的浓度只能达到1.0%，此时若采用甲烷化流程，甲烷化触媒容易超温，消耗氢气量增加，同时合成回路中124、弛放气增加，压缩功耗也增加。采用甲烷化的优点是：流程短、压降小、投资约为液氮洗的三分之一。结论：虽然液氮洗比甲烷化投资高，但由于液氮洗气体净化度高，新鲜气消耗低，压缩功耗低，其和低温甲醇洗相配合的低温净化流程是最佳的，净化流程能耗、正常操作费用均低，技术先进。同时，本工程采用GSP气化工艺，水汽比为1.11.2，变换气中CO浓度达到0.4%时，需要补加蒸汽，变换催化剂也要增加，因此不宜采用甲烷化流程。所以本方案推荐采用低温甲醇配液氮洗精制流程，除去对氨合成催化剂有害的CO和CO2组分，同时也除去CH4和Ar等其它杂质。 工艺流程简述来自低温甲醇洗工段净化气进入可切换的两个CO2甲醇吸附器（V0125、1A,B)之一，除去甲醇和CO2，以防止该工段低温部分的堵塞。经过吸附之后的净化气体进入本工段低温部分，低温部分包在冷箱内以最大限度地减少外部热量的渗入。合成气通过1号、2号原料气冷却器经产品物流进行冷却，然后进入氮洗塔，在氮洗塔中的Ar、CO、CH4等杂质用液氮洗涤除去，这些杂质与少量氢气溶解在氮洗塔底部排出的尾液中。含有液氮的净化气体离开氮洗塔顶部。液氮洗工段调整合成气适当N2/H2比所需的氮气，在环境温度下进入液氮洗工段，通过高压氮冷却器和1号原料气冷却器与产品物流进行换热冷却。在1号原料气冷却器下游，氮分成两股。一部分通过2号原料气冷却器与产品物流进一步换热冷却，作为洗涤剂进入氮洗塔顶126、。另一部分氮汇入来自氮洗塔顶经2号原料气冷却器复热的净化气中，作为合成气所需H2：N2=3：1的配氮量。合成气经1号原料气冷却器复热后，分成两部分，一部分去净化（低温甲醇洗）工段复热，另一部分经过高压氮冷却器复热，然后两部分气体汇合离开液氮洗工段。H2：N2比的微调通过在冷箱（M01）外直接把高压氮通入合成气中实现。离开氮洗塔底的液体膨胀至中压进入H2分离器。闪蒸气经2号、1号原料气冷却器及高压氮冷却器复热后，送入净化（低温甲醇洗）工段的循环气压缩机（C01）以提高氢气的回收率。另一方面，出H2分离器的液体膨胀至低压。然后经2号、1号原料气冷却器，高压氮冷却器复热蒸发，这部分气体中主要含有CO127、和N2，作为燃料送到气化装置。为补偿冷损失所需的低温效应通过给净化后的氢气中注入氮气实现，这种效应产生冷量类似于焦耳-汤姆逊效应。通过膨胀、蒸发离开H2分离器的液体进一步产生冷量，不需要单独配置一套制冷系统。另外，液氮还可用于冷箱开车期间降温。 主要设备选择：液氮洗冷箱规格：4m4m25m4.8 压缩、氨合成、氨库、氨回收 合成气压缩合成压缩机用于精制气及循环气的压缩，来自氨合成系统的循环气进入压缩机高压段中间吸入口与进入高压段新鲜气混合，被压至14.85MPa（绝）进入合成系统。对于那些输气量大、而需要多段引入、压缩比小、介质组成多变的工况，采用离心压缩机，只需一台就可以满足生产要求。因此本128、工程合成气压缩机选用离心式压缩机，用蒸汽透平驱动。离心式压缩机具有如下优点：（1）输气量大而连续，运转平衡；（2）易损件少，使用期限长，能保证常年连续动转，日常维修工作量很少；（3）机组外形尺寸小，重量轻，占地面积少，从而节省基建费用；（4）由于离心式压缩机转速较高，可用蒸汽透平直接驱动，从而节省了宝贵的电能；（5）机体内部不需要润滑，气体不会被润滑油污染，从而能保证气体的质量，满足工艺生产对气体无油的要求。离心式压缩机的主要缺点是对压力的适应范围较窄，有喘振现象，另外离心式压缩机的效率比往复式压缩机低。压缩机选型：新鲜气：气量：173047Nm3/h 压力：3.0MPa(A)循环气；气量：3129、85240Nm3/h压力：14.1MPa(A)出口压力14.85MPa 氨合成工段氨合成工段是合成氨厂生产中的关键环节，而合成塔又是合成工段的关键设备。近年来许多公司在氨合成塔技术方面进行了大量的工作，一些新型的氨合成塔相继问世，如丹麦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经济效益是本设计所追求的目标。Cas130、ale公司及Topse公司建造氨合成装置工程主要业绩Casale公司1）中国吉林石化公司生产能力：1000MTD2）中国陕西 天际煤化工有限公司生产能力：1000MTD3）澳大利亚 W.M.C.FERTILIZER SYBELLA CreeK生产能力：1000MTD4) 美国 FARMLAND.Ccoeffyille.Kansas生产能力：1000MTDTopse公司1）中国渭河化肥厂生产能力：1000MTD2）孟加拉化肥生产能力：1000MTD3）印度化肥生产能力：1350MTD4）泰国化肥生产能力：1000MTD5）印度尼西亚拉化肥生产能力：1000MTD（1）卡萨利合成塔内件有如下优点：131、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。3）采用床间换热和床132、间冷激相结合的方法，调节触媒床。氨合成塔操作条件比较型 式CasaleTopse-200Topse-300三床层二床层三床层净氨值18.3%15.5%18.5%催化剂m348.5100惰性浓度%0.028合成压力MPaA14.7514.2废热回收106kJ/tNH32.592.55压缩（包括合成气和床机）106kJ/tNH31.053.81注：以上数据是参考Topse其他工程技术指标。（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133、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，134、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：2.22.4k135、g/l热稳定性530合成塔催化剂填装量以Cascle为例（单台）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设备尺寸：2700X18000mm可研报告按卡萨利工艺设计，工程设计阶段可根据招标情况进行修改。 氨合成工艺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14.85MPa、53的气体进入热气-气换热器。在换热器中与来自锅炉给水预热器的反应气通过交换被加热到173.5。然后气体送往氨合成塔R01在合适的氨合成催化剂下反应以增加氨的体积浓度到20.65%。可通过支路管线分流部分气136、体来控制进塔气的温度。反应气可回收废热量，可产生4140kg/h的40bar(A)饱和蒸汽。废热回收装置是由两个换热器构成的： 废热锅炉，产生40bar的蒸汽，气体冷却到290； 锅炉给水预热器，预热进入废热锅炉锅炉的水，气体冷却到199。在开车操作的早期阶段，为加快热循环部分，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74，加热合成原料气。自的反应气体再送往水冷却器，在这里气体被冷却并有部分氨被冷凝。出口温度是39。来自的合成气和液氨混合物进入冷气-气换热器，用自氨分离器1冷的循环气在这里进行冷却。来自出口的反应气体被送往高温冷凝器，在这里被用氨冷冻 工段137、提供的液氨（在4）的蒸发冷却到8。再进入低温冷凝器，用液氨（在-15）蒸发冷却到-9，发生进一步的氨冷凝。进入分离器。从分离器中的合成气分离出液体氨，循环气通过冷气-气换热器从6加热到35进入合成气压缩机循环段的吸入口，为了使氨合成循环气中惰性气体浓度不超过氨合成反应过程的允许量，在氨分离器的出口气体中连续排放一定量的吹除气，送往氢回收工段。来自分离器的液氨经减压，进入到中压氨闪蒸罐，在这里分离闪蒸气体，并得到最终产品液氨输送到界区外。来自中压氨闪蒸罐闪蒸气体，输送到合成气压缩机新鲜气吸入口。4.8.4 氨贮存和氨输送.1 氨贮存液氨贮存有常压、低压0.4MPa和中压2.02.5MPa三种型式138、。常压贮存液氨温度较低为-33，贮罐需用耐低温钢材，适于大型氨贮存。需要设置冷冻保安系统。低压液氨贮存，为考虑到环境及安全因素，也需要设置冷冻保安系统。同时，需设置氨输送泵，将液氨回压到2.2MPa，才能达到本工程装置的需求。中压液氨贮存，不需冷冻保安系统及氨输送泵，但压力贮罐造价太高。只适用于中小型氨贮存。氨贮存（10000m3）比较贮存形式压力MPaG；温度投 资（万元）电耗kWh备 注低压（球罐）4 2.5MPa130060常压(立式)-33 0.002MPa708120因此本设计，推荐常压低温贮存。为考虑运输的时间，确保合成氨装置的正常生产，确定存贮量为合成氨生产4天的生产量。即：53139、33/0.68/0.9 = 8715m3选用5000m3常压贮存罐2台。并设有保安氨冰机系统。.2 氨输送 本工程的厂址距用户的中间罐区管道距离大约5.5公里，由中间罐区到隧道口6公里，有隧道到西峰17公里，为节省投资和安全考虑，采用管道输送，输送方案为两条管道并联输送，同时敷设一条氮气管道冲压和吹扫作用。 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，所回收的稀氨水进入氨蒸馏塔进行蒸馏，所回收的液氨送回液氨贮罐。来自合成工段的贮罐气，进入氨吸收塔底部。由软水贮槽来的软水，经洗涤液泵升压后送入吸氨塔顶部。同时由氨洗涤塔底部出来的12%左右的氨水也进入吸氨140、塔中部。由氨吸收塔顶出来的尾气经减压送至燃料气系统，塔底出来的氨水送入氨蒸馏塔回收浓度99.5%以上的液氨返回液氨球罐，氨蒸馏塔地的残液供氨吸收塔使用。4.9 硫回收 技术路线简介从含硫化氢的酸性气体中回收硫磺，已经在工业上应用的有 改良Claus工艺； 低温Claus工艺（例如Clinsulf、Sulfreen、Clauspol、MCRC、CBA）； 催化氧化工艺（例如SuperClaus、Selectox、Cansolv、Crystasulf、A.D.A、PDS）。（1）改良克劳斯工艺最早的克劳斯反应是在一个高温燃烧反应炉内完成的，后来在早期克劳斯法的基础上加以改进，使用催化剂在较低的温度141、下加速克劳斯反应，以提高硫化氢的转化率，这就是所谓的“改良克劳斯法”。当酸性气体中硫化氢含量在15%50%,采用分流的克劳斯法；当酸性气中硫化氢含量在30以上时，采用部分燃烧克劳斯法，而当硫化氢含量低于15时，不适合采用克劳斯法，而用选择氧化法。克劳斯法基本反应如下：H2S + 3/2 O2 SO2 + H2O + Q1H2S + 1/2 SO2 H2O + 3/4 S2 + Q2 改良克劳斯法可分为两种方法：l 部分燃烧法 将含硫化氢的酸性气体导入燃烧反应炉，配入一定量的空气，使H2S/O2为2，或氧气稍过量一些，进行部分燃烧，然后经过两段或三段催化转化和冷却冷凝分离出硫。最后的尾气进入尾气142、处理装置。l 分流法 当原料气中硫化氢含量在1550的情况下，若采用部分燃烧法，则反应热不足以维持反应炉高温转化的操作温度，故宜采用分流法（若提供燃料气燃烧，则也可以采用部分燃烧法）。分流法是把三分之一的酸性气体导入燃烧炉，通入定量的空气使燃烧反应炉内硫化氢全部变成二氧化硫，然后与旁通管路导入的其余的酸性气体混合，再去继续催化转化反应。传统的Claus硫回收工艺经过几十年的发展，目前其硫回收率已接近其热力学平衡值，达9699%，但其尾气中硫化物浓度仍达0.82.8%，如果直接燃烧排放，既浪费了大量硫资源，也污染了环境，因此，必须对尾气进一步净化利用。下面将要谈到的Clinsulf 、Super143、Claus等工艺既可以取代改良克劳斯工艺，也可以用作克劳斯工艺的尾气处理。（2）低温克劳斯工艺克劳斯反应是一个可逆的放热反应，因此降低反应温度对平衡的硫转化率有利，但温度降低，反应的速度也同时减慢了，但是采用合适的催化剂就可以加速这个反应。正是基于这种思想Linde公司开发出了Clinsulf系列工艺。Clinsulf工艺 Clinsulf为H2S直接氧化为硫单质的气相催化过程。含H2S酸性气体被直接加热到220左右，与预热的空气混合送到Clinsulf反应器，在此H2S直接氧化，通过一个内置的冷却系统调节反应器出口温度略高于硫的露点温度，将反应热传给锅炉给水产生中压蒸汽，硫在下游的冷凝器内析144、出。该工艺的核心是Linde公司开发的内冷式反应器。该反应器分为两部分，入口部分设置一个非冷却绝热床，允许反应温度迅速上升以提高反应速度。下部分有一个催化床，内设一个盘管式换热器，该换热器提供有效冷却，以使反应器出口温度降至接近于硫的露点温度，这样就可以尽可能多的产生硫。上部分反应器不预冷是为了当催化剂受进料中杂质影响时便于清理和更换，并且保证靠反应热能达到COS和CS2等有机硫化物水解所需的300320的温度。该反应器使用的是常规克劳斯催化剂，但装置的总硫回收率可以达到9495，与两级催化转化的克劳斯装置相当，但Clinsulf工艺比普通克劳斯工艺节省20的装置投资费用。如果使用Linde公145、司最新开发的ClinsulfDO工艺或ClinsulfSDP工艺，则不但可以节省投资，还可以提高硫回收率到99.6，而不用再设置尾气处理装置。（3）催化氧化工艺催化氧化工艺有气固相催化氧化和气液催化氧化两种，其中SuperClaus、Selectox是气固相催化反应，Cansolv、Crystasulf、A.D.A、PDS是气液催化反应。但是，用的最多的就是SuperClaus工艺。SuperClaus工艺 Superclaus工艺采用特殊的选择性氧化催化剂，直接将H2S氧化为元素硫。Superclaus工艺有两种，一种是Superclaus-99，另一种是Superclaus-99.5。Su146、perclaus-99工艺是在克劳斯工艺的第二级转化器后设置一台Superclaus反应器，使总硫回收率达99%。这种工艺中Superclaus反应器处理的是不经加氢处理的Claus尾气。Superclaus-99.5与Superclaus-99不同之处是在第二级转化器和Superclaus反应器间设置一台加氢反应器，先将没有反应的二氧化硫都还原成硫化氢，这样总硫回收率可以提高到99.5%，一般也就不用设置尾气处理装置了。Superclaus的工艺气体在选择性氧化时，通入过量氧对选择性无明显影响，并且不需尾气处理，使得Superclaus工艺过程简单，操作容易，能耗低，投资少。 工艺路线选择 147、在本工程中，我们决定选择传统的改良三级催化反应的克劳斯工艺，然后将克劳斯尾气加氢处理后通过压缩机送回净化装置。我们作出这种选择是基于以下因素：（1）在克劳斯高温反应阶段，可以使65的硫化氢转化成单质硫。在一级催化反应器中使用三分之一的脱漏氧保护催化剂LS-971和三分之二的常规高效催化剂LS-300，这样可以使23的硫化氢转化成单质硫。二级催化反应器中也装填同样的催化剂，可以使7的硫化氢转化成单质硫。这样总的硫磺回收率可以达到95（2）在满足总硫回收率95的情况下，克劳斯尾气中硫化氢和二氧化硫浓度还过高，不能达标排放，我们借鉴其它已经设计施工的项目经验，将克劳斯尾气加氢处理，然后通过螺杆压缩机148、送回净化装置的酸性气提浓段处理。这样硫回收装置就不会有大量含有硫化氢和二氧化硫的废气排放，既满足了环保要求又可以很好的保护操作人员的身心健康和减少设备腐蚀。（3）我国的很多中小型硫回收装置都是采用改良克劳斯工艺，因此工艺技术成熟；在催化剂方面，中石化硫磺回收技术协作组的主办单位齐鲁石化研究院就开发了LS系列的高效硫回收催化剂，经中石化系统几十套硫回收装置应用，反应情况良好。（4）如果采用Clinsulf、Sulfreen、Clauspol、MCRC、SuperClaus、Selectox、Cansolv、Crystasulf等工艺路线，要交高价的专利使用费，而且催化剂几乎都是专用的，需要从欧美149、国家的专业厂家进口。 工艺流程简述来自脱硫工段酸性气经过酸性气分水罐（V01）除去液态水后进入酸性气燃烧炉（F01），与按一定比例配入的空气混合燃烧。炉内发生H2S部分氧化反应：H2S + 3/2 O2 SO2 + H2O + Q1H2S + 1/2 SO2 H2O + 3/4 S2 + Q2在燃烧炉内有65的H2S转化成单质硫。出炉后的高温气体分成三股，一股去一级高温掺合阀，一股去二级高温掺合阀，另一股经废热锅炉（E01）降温到330再进入一级冷凝器（E02）冷却至150，在此分离出液硫。从一级冷凝器（E02）出来的气体经过一级高温掺合阀提温到270进入一级Claus转化器（R01A）进行催150、化转化反应。主要反应为：2 H2S + SO2 3/2 S2 + 2H2O + Q反应后的气体进入二级冷凝器（E03）回收硫磺，脱去硫磺后的气体经过二级高温掺合阀提温至220进入二级Claus转化器（R01B），再次进行催化转化反应后进入三级冷凝器（E04）降温至150回收流态硫。三级冷凝器（E04）出口克劳斯尾气经过加氢气加热炉（F02）加热再混合适当比例氢气，将温度提高到300后进入加氢反应器（R02），在加氢反应器（R02）中大部分二氧化硫还原成硫化氢。加氢尾气最后通过蒸汽发生器（E05）和急冷塔（T01）冷却到36，再通过压缩机（C02A/B）送回净化装置。从三级冷凝器（E04）出来的151、气体中还含有少量的硫磺，需通过尾气分液罐（V05）进一步分离出硫磺。从冷凝器分离下来的液体硫磺自流流入液硫封（V04A/B），再从液硫封流入液硫贮槽（V07A/B），利用液硫泵（P02A/B）将硫磺输送到硫磺钢带成型造粒机（M01A/B）成型再包装成袋出售。本装置接收从变换工段送来的锅炉给水在酸性气燃烧炉后面的废热锅炉中产生的蒸汽和各级冷凝器和蒸汽发生器中产生0.3MPa（G）低压蒸汽供本装置设备夹套和管道伴热用。 主要设备选型（1）克劳斯反应器 克劳斯反应器采用卧式组合结构，将二级催化反应器放在一个壳体里，中间用隔板隔开。采用卧式组合结构可以节省占地面积和设备投资，而且与传统立式拱顶反应器相152、比，降低了催化剂床层的压降，提高了系统的安全性。拱顶式有平板式的底板结构，不能承受较大的压力，设计压力只能取到0.03MPa，整个硫磺回收系统还存在着爆炸的可能，按照常压设计反应器就会给安全生产带来隐患。反应器内装填700mm高度的催化剂，上面三分之一为LS-971，下面三分之二为LS-300，这样可以保证催化剂不易被硫酸盐化，同时又保证了高的COS和CS2水解率延长了催化剂的使用寿命。气体在床层内分布不均，直接影响反应效果，以往的设计大多数均不设置分布器，我们借鉴荷兰Comprimo公司的经验，设置一个低压降的半管式气体分布器。（2）高温掺合阀 经过冷凝器的过程气，进入克劳斯反应器之前，必须153、预热到硫磺的露点温度以上。就过程气预热方式可分两类，即直接预热和间接预热。直接预热就是燃烧一定量的燃料气，把燃烧生成的高温气体和冷凝器来的低温气体混合，以达到进入克劳斯反应器所要求的温度。间接预热还有换热器预热和高温掺合预热两种。换热器预热就是将冷凝器来的低温气体与来自废热锅炉或前一段反应器的高温气体换热以提高温度；高温掺合就是将酸性气燃烧炉出口的高温气体引一股与冷凝器来的低温气体进行掺合，以提高低温气体的温度。采用直接预热方式，需要很多的燃料气，而且燃料气燃烧后与低温气体混合等于增大了后继设备气体处理量，需要增大设备处理能力，这样就增加了投资。而且由于增加了燃烧炉和燃烧炉的复杂控制系统，由此154、导致的设备投资和操作、维修费用、占地的增加也是不可忽视的。换热器预热有气气换热和蒸汽预热两种，换热器预热也是一种简单而有效的预热方式，但是操作弹性小，设备投资和占地大，也不适合于小规模的硫回收装置。高温掺合法由于高温气体不经过冷凝回收硫磺，直接进入克劳斯反应器，其工艺流程简单，投资生，占地少，很适合于中小型的硫回收。（3）废热锅炉 酸性气燃烧炉后废热锅炉采用上下汽包水管式锅炉。以前普遍采用的是火管式锅炉，为了承受来自燃烧炉的高温气体的冲击，前端管板衬有耐火材料，换热管还要用陶瓷套管保护起来，但是问题仍然很多。陶瓷套管厚度、固定方式、陶瓷套管与换热管之间的间隙，特别是管板和换热管的材料选择和计算155、所应用的机械标准等细节问题，如果处理不当就会导致管子接头部位超温而破坏，管子接头出现裂缝或管端头穿孔等严重的问题。采用水管式锅炉就可以避免这些问题，因为只有换热管处在高温气体的冲击下，换热管与汽包的连接处也在耐火材料层里，换热管内是锅炉给水，换热管处在很好的保护下。（4）冷凝器 冷凝器采用将液硫捕集器结合为一体的列管式换热器，工艺气体走管程，锅炉给水和蒸汽走壳程，壳程产生0.4MPa(A)的饱和蒸汽。由于冷凝器的前管板同样受到高温气体的冲击，但是温度没有废热锅炉中的高，最高也就330左右，在前管板上衬一层耐火材料就可以保护管板，而且管板一侧是330左右气体，另一侧是143的锅炉水，两侧温差也不156、大，冷凝器的工况要比废热锅炉大为改善。通常是把冷凝器和捕集器做成两个设备，把它们做成一体可以节省设备材料、减少占地面积，还可以避免冷凝器到捕集器管线中有硫磺冷凝下来堵塞管道，保证整个装置的平稳运行。（5）硫磺成型机 硫磺成型最原始的设备就是铸铁方槽，从液硫贮槽来的液硫注入硫槽，等硫磺自然冷却成型后将硫磺块倒出来就可以了，采用这种方法生产的硫磺含铁量高、色泽黯淡、质量差。现在普遍采用的是钢带式尖嘴滴落成型造粒机。钢带式尖嘴滴落成型造粒是最先进的硫磺成型技术，一般用在大中型的硫回收装置上，生产的硫磺质量高，甚至可以应用于食品和医药生产，因此钢带式尖嘴滴落成型造粒机生产的硫磺产品有更好的经济效益。4157、.10 冷冻站 概况本装置制冷设计能力按年产50万吨氨合成所需冷量进行工程设计。制冷量：正常量24.49106 kcal/hr 最大量26.94106kcal/hr装置是利用过热蒸汽（440，3.82MPa）驱动透平压缩机，以氨作为制冷剂的冰机制冷装置。 工艺技术路线的选择以氨为制冷介质的制冷方法有氨吸收制冷和氨压缩制冷两种方法。压缩制冷主要是消耗电能或中压过热蒸汽。大型装置均采用蒸汽透平驱动离心式氨压缩机。氨吸收制冷主要是利用低压作为热源，将作为冷冻剂的气氨经吸收、精馏得到液氨送回到冷量用户。根据本工程的蒸气平衡，所以采用由蒸汽透平驱动离心式氨压缩机的冰机。 生产流程简述由净化装置（低温甲醇158、洗）（-38，0.03MPa（A）及氨合成装置来的两股气氨（-15，0.22MPa（A）和4，0.4MPa（A），分别经分离器后，分段进入压缩机，最终压缩到1.6MPa的气氨，气氨经冷凝器冷凝为液氨后，液氨再进入液氨贮槽，最后液氨送往用户。来自管网的过热蒸汽（440，3.82MPa），进入汽轮机，产生的动力供压缩机。冷凝液进入表面冷凝器冷却后，经冷凝液泵返回管网。 氨压缩机的选型本项目需要冷量有净化和氨合成工艺装置。所需的冷量正常量24.49106 kcal/hr ，最大量26.94106kcal/hr。目前国内可供选择的制冷压缩机有活塞式压缩机、螺杆式压缩机和离心式压缩机。活塞式压缩机适用于159、小制冷量的场合，对于大制冷量情况下，活塞式压缩机体积大，制造复杂、易损件多、维修量大、使用寿命短的弱点更加突出，很难满足连续生产的要求，因此使用较少。螺杆式压缩机是虽然能够用于较大制冷量的场合，但噪音太大，操作环境较差，并且螺杆压缩机不能分段进气，如分机操作，则台数太多，运行管理费用较高，因此本工程不做推荐。离心式压缩机主要用于大制冷量情况下，目前国内外大型氨厂的氨压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，因此本设计推荐选用离心式氨压缩机。采用离心式氨压缩机具有如下优点：（1）制冷能力大，排气连续平稳，振动小；（2）易损部件少，连续运转时间长，不需设备用机组；（3）160、机组外形尺寸小，重量轻，可节省占地及厂房基建费用；（4）可分段进气，有利于节省能量；（5）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。（6）机体内部不需润滑，气体不会被润滑污染，可减少油分离设备。4.11 空压站 概述本装置为辅助装置，负责提供全厂开车以及空分装置停运时全厂装置用仪表空气、压缩空气。设计装置能力：仪表空气2400Nm3/h。当空分运行时压缩空气来源全部由空分装置提供，本装置可停车备用。选用空气压缩机两台一开一备，额定排气量：20Nm3/min，微热再生干燥器二套一开一备，额定处理气量：24Nm3/min。全厂开车阶段空气压缩机两台、微热再生干燥器二套同时工161、作。工厂用压缩空气规格为0.6MPa。空压机在空分装置投运以前运行，空压机制得的压缩空气经微热再生干燥器得到仪表空气。当空分装置投运以后，由空分装置来的压缩空气取代空气压缩机制得的压缩空气而直接进入微热再生干燥器、再经精密过虑器过滤后得到合格仪表空气，进入仪表空气贮罐贮存、送至界区外供用户使用。压缩空气经精密过虑器过滤、除油、除水后得到压缩空气。压缩空气经缓冲罐送至界区外供用户使用。 仪表空气质量要求压力： 0.7MPaA温度： 环境温度压力露点： -40C含尘量： 3m含尘粒径： 3m含油： 8ppm 主要设备选型本装置选用空气压缩机两台一开一备，微热再生干燥器二套一开一备。当装置开车时，空162、气压缩机两台、微热再生干燥器二套同时运行。装置能力：仪表空气2040Nm3/h，可满足开车需要。仪表空气储罐选用球形储罐，按仪表空气压力保持时间15分钟、正常仪表空气压力0.7MPa、最低仪表空气压力0.4MPaA计算，球形储罐半径R=3.4m球罐容积：V=165 m3 。4.12 自控技术方案 设计依据、采用的标准规范.1 石油化工装置可行性设计内容规定STE05-203-97。.2 化工过程检测、控制系统设计符号统一规定HGJ7-87。.3 化工自控设计技术规定CD50A3-81，第一、第二分册CDSOA422-84。.4 化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定HGJ21-89。.5 163、分散控制系统工程设计规定HG/T20573-95。 设计范围本项目的内容包括：气化、净化、氨合成、锅炉、空分、空压站及全厂的公用工程等装置的过程控制部分。 自动化水平根据工艺生产过程的需要，在控制上采用了集中和就地相结合的方案。即重要的工艺参数集中在控制室进行指示、报警、控制和操作，非重要的工艺参数于就地指示。主要控制室采用集散控制系统进行监控，辅助控制室以电动仪表为主。本工程新建气化、净化、氨合成装置，由于工艺过程要求高，在高温、高压、易燃、易爆的恶劣环境下操作，为保证操作可靠、安全降低能源之目的，必须采用先进可靠的控制手段和高效的管理设备。为此，工艺生产装置在总控室进行监控，总控制内设置一164、套集散控制系统（DCS）和一套可编程控制器（ESD），以实现集中控制，绝大部分的操作均通过DCS完成。气化装置的安全联锁系统以及顺控系统主要采用PLC完成，通过ESD与DCS间的通讯接口，将ESD的所有控制内容状态，全部显示在DCS的CRT上，以使操作人员全面掌握及控制全厂的生产状态。所有工艺参数的显示、打印、趋势记录以及信号越限报警均由DCS来完成。DCS留有与上位机的通讯接口，以便将来与总厂调度通讯，使厂方的管理人员时时刻刻掌握整个工厂的生产运行状况。本工程新建的原料储运、脱盐水站、污水处理场、循环水站等工段以现场操作为主，各工段内设置操作室，就地集中的仪表以采用数字显示仪表为主，必要的工165、艺参数送至控制室的DCS内，以便操作人员了解各装置的工作状况。整个装置设两个中控室。第一控制室（总控制室）包括：空分、气化、净化及氨合成。总控制室为一独立建筑物。总控制室的总面积为3016m左右。其中包括一个控制室、一个机柜室、一个供配电室、2个DCS维修间、一个空调间、一个软件工作间和辅助走廊。控制室和机柜间采用铝合金骨架镶嵌玻璃隔断（带门），地板采用抗静电铝合金活动地板，顶棚采用铝合金骨架吊顶。净高为3.03.2米。采光用电照明，照度大于300勒克斯，并考虑了事故照明。控制室、机柜间设有空调系统，以保证其要求的温度、湿度。第二控制室（热电控制室）包括：锅炉及发电装置，面积为1015m。 信166、号及联锁气化装置为干煤粉加压气化工艺技术，气化炉是处在高温、高压的工况条件下，高压氧气、高压蒸汽与高压氮气输送到气化炉中的煤粉产生剧烈的部分氧化反应，产生的高温、粗煤气，通过喷入激冷水平达冷却效果，反应后的煤渣通过水冷却后，按照一定的时序，先后次序，通过锁斗排入到渣池中。因为它们工艺技术过程要求复杂，控制精度高，且物料复杂，因此信号反馈、报警及安全联锁，对气化装置的安全生产具有重大的意义。气化装置的时序控制，安全联锁是通过可编程序控制器（PLC）来完成的，并且该PLC与DCS之间实现通讯，在DCS的CRT上全部将工艺数据、运行参数、报警及阀门的状态显示出来，操作人员可以根据CRT上的显示内容，167、进行安全可靠的操作。 环境特征本工程的许多装置内，有CO、H2成份，这两种气体为爆炸性气体，相应的建筑物处在甲、乙类火灾危险场所中，属于火灾场所，因此应根据不同的防爆区域，选用不同防爆等级的仪表，以防爆炸、火灾现象出现。 仪表选型.1 集散控制系统第一控制室系统配置：设置11个操作站，4台打印机及一套完整的机柜。第二控制室：设置6个操作站，2台打印机及一套完整的机柜。每个控制室的操作站带独立的电子单元，并设1个先进控制操作站。控制室内采用集散控制系统其供货厂家的确定将采取招标的方式，采用国际上著名厂商的产品。集散控制系统的主要功能如下：控制功能DCS控制器具有下述功能接受来自现场的信号提供至现168、场的信号完成常规的PID调节进行简单计算如：加减乘除、高低限选择等。生成报警顺序控制某些先进的控制如：前馈、超前、滞后、非线性控制等。显示功能DCS操作站具有下述显示功能动态模拟流程图显示总貌画面显示组画面显示详细回路画面显示报警主画面显示报警显示趋势画面显示报表打印功能可生成：班报表、日报表、月报表。DCS应设置上位机网络接口控制回路和重要检测点的I/O卡冗余控制器、电源系统及通讯总线冗余卡点数的备用量为I/O设计数量的10%卡槽位备用空间为10%系统设置所需的机柜和接线端子柜.2 温度仪表集中检测采用铂热电阻或热电偶。t300选用铂热电阻Pt100。t300选用热电偶K、S。保护套管主要采169、用1Cr18Ni9Ti。防爆区域内的仪表，选用相应等级的防爆仪表。就地显示主要采用万向型双金属温度计，保护套管主要采用1Cr18Ni9Ti。.3 压力仪表集中检测采用智能型3051压力变送器或差压变送器。有的地方选用远传压力变送器，测量膜片主要采用不锈钢、钽、蒙乃尔合金。就地显示仪表采用一般压力表、不锈钢压力表。对于有腐蚀、易堵的地方，采用隔膜式压力表。.4 流量仪表集中检测的流量采用标准孔板配3051差压变送器。有腐蚀的地方或黑水、水煤浆等介质，将采用电磁流量计。就地流量测量，采用双波纹管差压计、转子流量计。主要材质选用不锈钢或PTFE。.5 物位仪表集中测量连续显示的物位，选用3051差压170、变送器；易堵或腐蚀性强的地方，采用法兰式或远传液位变送器；非连续测量的物位，采用电极电容料位计。特殊情况下，采用超声波料位计。.6 分析及安全检测仪表对于甲烷和CO的单组份分析，采用红外线分析器；对于多组份多流器的分析，采用气相色谱仪及质谱仪。对于介质的PH测量，选用带清洗的流通式PH计；对于可能对人身安全产生危害的环境中的CO分析，选用有毒气体检测报警仪进行检测，以确保人身及生产安全。空分装置分析仪包括CO2含量分析仪、O2纯度分析仪、N2纯度分析仪、WN2纯度分析仪、水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。分析器输出信号一般应为线性420mADC可直接连接至DCS或记录仪上。.7 执行机构大部分171、调节阀采用笼式调节阀，执行机构均为气动，并配以电气-气阀门定位器。特殊调节阀、开关阀采用国外先进产品。.8 在气化工段内，由于黑水循环出现堵塞问题，因此，应根据不同的场合，不同的介质，选用不同的测量仪表。.9 报警及联锁系统.10 报警报警接点为常开式，即在报警发生时，接点闭合。.11 联锁联锁系统的检测元件应单独设置。.12 动力供应.13 仪表用压缩空气新建装置的仪表压缩空气由空压站供给，总耗气量2000Nm3/h，备用时间15分钟。引至界区压力：0.6MPa（表）露点：操作压力下的露点应比最低环境温度低1520。含尘量；1mg/m3，含尘颗粒直径小于3m。含油：油份含量控制在8ppm以下172、。.14 仪表用电仪表用电：由电气专业提供二路独立电源分别送至总控室和空分控制室。仪表总用电量：50kVA电压：380V10%频率：50HZ1Hz仪表供电负荷为保安负荷，采用不间断供电装置（UPS）配置的无停电电源供电系统，维持时间为30分钟，电源切换时间小于5毫秒。 仪修本次设计考虑设置仪修车间，按小型仪修配置。4.13 主要设备一览表空 分 主 要 设 备 一 览 表空分装置序号名称型号及规格单位数量材 料备注t/台1空气过滤器型式：气动自洁式空气过滤器台1处理量：6500Nm3/min2空气压缩机型式：离心式组1轴功率：21500 kW进气量：275500 Nm3/h进口压力：0.098173、6 MPa（A）出口压力：0.67MPa（A）外型尺寸：10000x4600x4600（长x宽x高）包括级间冷却器等3润滑油站主辅油泵： 功率：75kW事故油泵： 功率：11kW油加热器： 功率：15kW油冷却器油箱： 2000x2000x2000高位油箱：2000x18004汽轮机型式：全凝式台1进气量：140t/h蒸汽进口压力：3.8 MPa（A）Ne=32300KW附：启动抽气器抽干空气量：280kg/h台1两级抽气器抽干空气量：20kg/h台15蒸汽冷凝器6空气增压机 型式：离心式组1183轴功率：10800kW进气量：100900 Nm3/h进口压力：0.65 MPa（A）出口压力：174、7.1 MPa（A）外型尺寸：3000x3000x3800（长x宽x高）包括级间冷却器、压缩机后冷却器等7氮气压缩机型式：离心式组1248轴功率：7150KW1段进气量：46400 Nm3/h2段出口抽气量：16400 Nm3/h2段出口压力：0.7 MPa（A）4段出口压力：2.5 MPa（A）4段出口抽气量：3000 Nm3/h）5段出口压力：3.8 MPa（A）有级间冷却器、压缩机后冷却器等，公用润滑油站8氮压机汽轮机型式：全凝式组1耗气量：32t/h蒸汽进口压力：3.8MPa（A）附蒸汽冷凝器台1. 附启动抽气器抽干空气量：280kg/h台1附两级抽气器抽干空气量：20kg/h台19冷175、凝液泵流量：Q=180m3/h台2出口压力：0.50MPaG电机 功率：55KW10空气冷却塔（填料塔）型式：填料塔台1CS填料容积：182m3规格：4700x3100011水冷却塔（填料塔）型式：填料塔台1CS填料容积：83m3规格：4200x2000012冷水机组 冷量：1,600,000Kcal/h组1N=260KW13常温水泵型式：离心式台2流量：Q=450m3/h，电机：功率132KW进口压力：0.5 MPa（A）出口压力：0.95 MPa（A）14低温水泵型式：离心式台2流量：Q=135m3/h，电机功率：75KW进口压力：0. MPa（A）出口压力：0.65 MPa（A）15分子176、筛吸附器型式：立式双层床径向流分子筛台2筒体：碳钢净化器吸附剂规格：活性氧化铝2-5A内件：不锈钢分子筛:13X分子筛体积：活性氧化铝32 m3分子筛30 m316蒸汽加热器（列管式）换热面积：500m2台116MnR+C.S2000700017增压透平膨胀机组膨胀机型式；单级，径向进气组1组合件膨胀机进气量：23300 Nm3/h膨胀机轴功率：800 KW膨胀机进口压力：0.92 MPa（A）膨胀机出口压力：0.14 MPa（A）增压机型式：离心式增压机进气量：23300 Nm3/h增压机轴功率：800 KW增压机进口压力：0.65 MPa（A）增压机出口压力：0.92 MPa（A）18增压177、机后冷却器型式：立式列管式换热器台2管程介质：空气；壳程介质：循环水规格：1500x500019主换热器真空钎焊铝质板翘式组1铝合金20高压换热器真空钎焊铝质板翘式组1铝合金1065x1322x510021过冷器真空钎焊铝质板翘式组1铝合金1170x2050x206022冷凝蒸发器真空钎焊铝质板翘式台1S.S+铝合金4800x600023分馏塔台上塔（填料塔）型式：填料塔台1S.S 460015300铝合金下塔（填料塔）型式：填料塔台1S.S 46001530024粗氩塔I（填料塔）(3400/2800)x48000台1S.S+铝合金规整填料：铝合金粗氩塔冷凝器板翘式换热器台1铝合金25粗氩塔178、II（填料塔）2800x19000台1S.S+铝合金规整填料：铝合金26精氩塔（填料塔）（900/600/1000）x18900台1铝合金+S.S规整填料：铝合金精氩塔蒸发器板翘式换热器台1铝合金精氩塔冷凝器板翘式换热器台1铝合金27蒸汽喷射蒸发器600x9000台1铝合金28液氮贮罐2800/3600x17570; V=100m3台149.5P=0.45MPaG29液氮汽化器型式：水浴盘管式换热器台1蒸发能力：2500 Nm3/h蒸发压力：0.8 MPa（A）30液氮泵型式：离心式台2铜合金和不锈钢进口流量：Q=15000Nm3/h （折气）进口压力：0.55MPa(A)出口压力：6.0MP179、a(A)电机功率：55KW31液氧泵型式：离心式台2铜合金和不锈钢进口流量：Q=48000Nm3/h （折气）进口压力：0.25MPa(A)出口压力：4.8MPa(A)电机功率：160KW32工艺氩循环泵流量：Q=250m3/h 台2铜合金和不锈钢进口扬程H=45m电机 功率90KW33气液分离器15003000台1C.S34液氧槽车泵流量：Q=30m3/h台1电机 功率：15KW35液氩槽车泵流量：Q=30m3/h台1电机 功率：15KW36液氧贮罐珠光沙绝热V=500 m3台137氮气球罐7500; V=200 m3台1C.SP=0.6MPaG38液氩贮罐珠光沙绝热V=500m3台139手180、拉葫芦其重量：1吨台140起重机起吊重量：40/5t台1跨度：22.5m；起升高度：16m起升电机：主钩：15/3.7kW；副钩:11/2.5kW运行电机：大车：8.5X2kW；小车:4.0kW41氧气放空消声器14002000台1x2不锈钢2.042蒸汽放空消声器12002500台1不锈钢1.543空气放空消声器12002500台1C.S1.544总放空消声器14002000台1碳钢2.045电动葫芦其重量：3吨台1主 要 设 备 一 览 表气化磨煤及干燥序号设 备 名 称设 备 规 格单位数量材料备注1碎煤仓5600560010000（T/T）台2单55000kg2旋转给料器转子直径：40181、0台10C.S1.5KW3称重给煤机处理能力70t/h 台25.5KW4磨煤机处理能力75/h台210000V：850KW；5旋转分离器由煤磨机配套供应台26密封空气风机流量：67.2m3/min台2由煤磨机配套供应，110KW7热风炉8.5MW台28循环风机流量：180000m3/h台2带调速型液力耦合器750KW9燃烧空气风机流量：8000m3/h台355KW10旋风分离器2X3200x10000台组C.S11煤粉袋式过滤器处理风量：280000m3/h 台2C.S/Ryt12煤粉贮仓5000x9000x13000台2C.S单45000kg仓底充气锥采用烧结金属13脉冲式发送罐处理能力70182、t/h台4P=0.7MPA14空气加热器P=0.015MPaG台1C.S4000 kgF=200m215常压氮气加热器P=0.015MPaG台1C.S4000 kgF=200m216低压氮气加热器P=0.7MPa F=200m2台1C.S5000 kg主 要 设 备 一 览 表气化煤加压及给料序号设 备 名 称设 备 规 格单位数量材料备注1煤粉锁斗3000x7500台8C.S单50000 kg仓底充气锥采用烧结金属P=6.0MPa2煤粉给料罐3600x12500台2C.S单40000 kg仓底充气锥采用烧结金属P=6.0MPa3锁斗高压过滤器1200x3000台8C.S滤料采用烧结金属4管道183、充气器内件采用烧结金属台8C.S/S.S5电动葫芦起重量：3t台16中压氧气贮罐40006000（T-T）台1S.S30000 kgP =4.8MPa7高压氮气贮罐40006000（T-T）台116MnR35000 kgP =6.0MPa8中压氮气贮罐40006000（T-T）台1C.S30000 kgP =5.0MPa9中压氮气加热器F=150m2台1C.S8000 kgP =5.0MPa主要设备一览表气化煤气化序号设 备 名 称设 备 规 格单位数量材料备注1气化炉 3500mm H=17600mm台2C.SP =5.0MPa T=3502锁斗2400x3040（T-T）台20Cr18Ni184、10Ti单40000 kgP =4.0MPa16MnR3锁斗冲洗水罐28005000（T-T）台2C.S单28000 kgP =4.0MPa4渣池水仓：3000/3000/3500台2Q235-A渣仓：8000/15003000/3500附带搅拌器5烧嘴冷却水罐2400x4800台1C.S5000 kg6烧嘴冷却水分离器6001450（T-T）台1C.S1000 kg7事故冷却水槽1200x4800台116MnR 3000 kg8锁斗冲洗水冷却器14006000 F=690m2台20Cr18Ni10Ti单20000 kg9烧嘴冷却水冷却器7006000 F=203m2台14800 kg10氧气185、预热器F=200m2台1SSP =4.7MPa11渣池泵流量：5080m3/h 台4扬程：38m12锁斗循环泵流量：342m3/h 扬程：35m台413烧嘴冷却水泵流量：65m3/h 扬程：130m台214激冷水过滤器10001200（T-T）V=1.5m3台4S.S单4200 kg15蒸汽过滤器处理量：10t/h台10Cr18Ni9/SS16工艺烧嘴台2+117破渣机电机：N=11kW台218捞渣机刮板宽：1400台2电机：N=11kW19文丘里洗涤器台400Cr17Ni14Mo2进口20热水循环泵台4S.S21热水闪蒸罐台122氧气/蒸汽混合器P =4.7MPa台2Inconel600单1186、000 kg23开工抽引器抽气量：20000Nm3/h台2C.S24手动葫芦起重量：1t台225氧气消音器18004050台2S.S26电动葫芦起重量：3t台127油过滤器处理量：4.3m3/h台1C.S主要设备一览表气化渣水处理序号设 备 名 称设 备 规 格单位数量材 料备 注1酸性气分离器16005285台416MnR单8000 kg2高温热水储槽340014110台2Q235-BV=83.6m33真空闪蒸槽340012693台216MnR单35000 kgV=91.5m34真空闪蒸分离罐18004689台216MnR单10000 kgVn=8.0m35真空泵分离罐与真空泵配套供货台26187、沉降槽150004800（T-T）台2Q235-A内涂环氧煤沥青漆澄清槽搅拌器（耙式）主传动减速机功率：N=5.5kW抬耙减速机功率：N=2.2kW7灰水槽108007780台1Q235-BV=575m310除氧器额定出力：120t/h台1Q235-B水箱尺寸:38008500水箱容积: 108 m312酸性气冷却器1200x9252，F=518m2台213真空闪蒸冷凝器1500x6517，F=587m2台216MnR/2014废水冷却器1000x7221，F=530 m2台1Q235-B/2015激冷水泵流量：Q=290m3/h台4扬程：H=146m电机功率：N=220kw16压滤机给料泵流188、量：Q=40m3/h台2HT200/KMTBCr26扬程：H=35m电机功率：N=30kw17灰水泵流量：Q=155m3/h台3扬程：H=86m电机功率：N=75kw18真空泵抽气速率：1800m3/h台3不锈钢/0Cr19Ni9真空度：0.067MPa电机功率：N=55KW20脱氧水升压泵流量：Q（max）=48m3/h台2ZG230-450/35CrMo扬程：H=63m电机功率：N=18.5KW21密封水升压泵流量：Q=62m3/h台2扬程：H=480m电机功率：N=160KW22压滤机尺寸：4850x2590x2610；台4带宽：2000mm带速：浓缩段：4.0-20m/min;压滤段：189、0.5-6.0m/min电机功率：N=5.5KW23絮凝剂槽1400x3100，V=2.5m3台2Q235-B单1800 kg附：絮凝剂槽搅拌器台2功率：N=3kw24分散剂槽1400x1900，V=2m3台1C.S1600 kg25滤液受槽24005900（T-T）台1Q235-B8500 kg附：滤液受槽搅拌器台1功率：N=7.5kw26冲洗水槽24003400（T-T）台1C.S3500 kg27絮凝剂泵流量：Q=0.6m3/h台2出口压力：0.8MPa（G）电机功率：N=2.2KW28分散剂泵流量：Q=0.2m3/h台2出口压力：0.8MPa（G）电机功率：N=0.75KW29滤液泵流190、量：Q=43.856m3/h台2N=15KW扬程：H=35m电机功率：N=18.5KW30冲洗水泵流量：Q=60m3/h台2H=100120m扬程：H=100120m电机功率：N=45KW31电动葫芦起重量：3t台1电机功率：N=5.5KW32滤饼皮带输送机台133事故火炬800x80000台1Q235-A附点火装置34酸性气火炬150x80000台1Q235-A附点火装置35火炬水封罐4500x12000台1Q235-A主 要 设 备 一 览 表变换序号名 称型号及规格单位数量材 料备注1第一中温变换炉AB2600 X 4500台215CrMo + SS催化剂量：14 m3 催化剂层高：26191、00mm2第二中温变换炉3600 X 11500台115CrMo + SS催化剂量：83 m3 催化剂层高：4000 + 4200mm3低温变换炉3400 X 9600台116MnR + SS催化剂量：63 m3 催化剂层高：3400 + 3600mm4中温换热器1000X3500台1SSF=106m25蒸汽过热器1600X4500SS/CSF=555m26中压废热锅炉2000/2600X5800台1SS/CSF=1027m27锅炉给水加热器1200X4600 台1CS/SSF=351 m28高压锅炉给水加热器1200X5500台1CS/SSF=461m29第一低压废热锅炉2000/2600X192、5800SS/CSF=1027m210第二低压废热锅炉2000/2600X6400台1CS/SSF=1354m211脱盐水加热器1200X8830台1CS/SSF=691 m212变换气水冷却器1300X11830台1CS/SSF=1036 m213气提气冷凝分离器500/800X10605台1CS/SSF=46.7m214第一水分离器3000X8500台1SSVN=28.5m315第二水分离器2800X5900台1SSVN=18.5m316第三水分离器2600X4850台1SSVN=15.9m317第四水分离器2400X4570台1SSVN=13.6m318第五水分离器2400X4570台1193、SSVN=13.6m319脱氧槽3200X11000 台1CS VN=80 m320排污膨胀槽1000X3000台1CSVN=2.0m321二硫化碳贮槽1200X3600台1CS VN=4.0m322氮气电加热炉1400X8500 台1组合件功率：800 KW台123中压锅炉给水泵Q=110m3/h, H=500m台2组合件附电机N=160 KW台224低压锅炉给水泵Q=70m3/h, H=80m台2组合件附电机N=30 KW台225冷凝液加压泵Q=32m3/h, H=50m台2组合件附电机N=11 KW台226加药泵Q=3.2 L/h, H=500m台4附电机N=3.75 KW台427气提塔194、1200X14000台1SS28淬冷器2800X5900台1SSVN=18.5m3主 要 设 备 一 览 表净化(低温甲醇洗)序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1甲醇洗涤塔ID3000/ID4000，H67500台1SA203Gr.E塔型:导向浮阀塔 SA516Gr70+S5塔板数 n81304工作介质: 贫甲醇,变换气2CO2气提塔ID3200，H57000台1SA203Gr.E塔型：导向浮阀塔 304塔板数 n56工作介质：富甲醇3H2S浓缩塔ID4600 H48900台1SA203Gr.E塔型：导向浮阀塔 304塔板数 n73工作介质：富甲醇,低压氮气 4甲醇再生塔ID3600/I195、D5000 H29310台116MnR塔型：导向浮阀塔 304塔板数 n30工作介质：富甲醇,酸性气5甲醇水分离塔ID1400 H29635台116MnR塔型：筛板塔304塔板数 n51工作介质：甲醇、水6水分离器立式 台116MnDR规格：ID2400H4200(T-T)0Cr18Ni10TiV=19m3工作介质：变换气71循环气闪蒸罐卧式台116MnDR规格：ID3300L10000(T-T)V=85.5m3工作介质：富甲醇82循环气闪蒸罐卧式台116MnDR规格：ID3500L11000(T-T)16MnDIIIV=105.8m3工作介质：富甲醇9甲醇收集槽卧式台116MnR规格：ID4196、400L11000(T-T)Q235-AV=167.2m3工作介质：贫甲醇10酸性气分离器立式 台10Cr18Ni9规格：ID1000H2200(T-T)V=1.73m3工作介质：富甲醇，酸性气11回流槽立式 台10Cr18Ni10Ti规格：ID1800H4600(T-T)Q235-BV=11.7m3工作介质：富甲醇，酸性气12甲醇闪蒸罐卧式台116MnDR规格：ID3600L9300(T-T)16MnDIIIV=94.6m3工作介质：富甲醇13排放甲醇收集槽卧式台10Cr18Ni9规格：ID2600L4000(T-T)V=21.23m3工作介质：富甲醇、水14甲醇贮罐规格：ID1000010197、000(H)台116MnRV=800m3工作介质：甲醇15原料气冷却器绕管式台10Cr18Ni10Ti换热面积：2660m2161甲醇急冷器釜式台1SA203 Gr.E规格：900/1600500016MnDR换热管规格：19209MnD换热面积：288.33 m2172甲醇急冷器釜式台1SA203 Gr.E规格：900/1600600016MnDR换热管规格：19209MnD换热面积：347.9 m2183甲醇急冷器釜式台1SA203 Gr.E规格：1000/1600600016MnDR换热管规格：252.509MnD换热面积：346.9m219循环甲醇冷却器绕管式台10Cr18Ni10Ti198、换热面积：1631.2m220甲醇换热器绕管式台10Cr18Ni9换热面积：842.79m2213贫甲醇冷却器绕管式台10Cr18Ni9换热面积：1095.42m2222贫甲醇冷却器绕管式台10Cr18Ni10Ti换热面积：5575.77m2231贫甲醇冷却器绕管式台116MnR换热面积：2167.5m224甲醇再生塔再沸器固定管板式台1Q235-B规格：10003000（L-L）0Cr18Ni9换热管规格：25216MnII换热面积：170.5m225甲醇再生塔回流冷却U型管式台116MnR/20#器规格：14005000（L-L）换热管规格：192换热面积：734.25m226甲醇再生塔回199、流冷凝釜式台1SA203 Gr.E器规格：700/120045000Cr18Ni9换热管规格：192换热面积：150.8 m227酸性气换热器U型管式台1Q235-B管子规格：1920Cr18Ni9规格：6004500（L-L）换热面积：109.3m228甲醇水分离塔再沸器固定管板式台120/Q235-B规格：4503000（L-L）换热管规格：252换热面积：30.7m229甲醇水分离塔给料加U型管式台116MnR热器管子规格：19216MnDR规格：6006000（L-L）0Cr18Ni9换热面积：107.5m230水冷却器固定管板式台116MnR规格：13006000（L-L）Q235-200、B/20换热管规格：192换热面积：552.1m231H2S浓缩塔甲醇泵流量：580 m3/h台2扬程：H=30m电机功率：P=75 kW电压：380V32CO2气提塔给料泵流量：595 m3/h台2扬程：H=40m电机功率：P=90kW电压：380V33甲醇再生塔给料泵流量：530m3/h台2扬程：H=95m电机功率：P=185 kW电压：380V34贫甲醇泵流量：583m3/h台2扬程：H=780m电机功率：P=1400kW电压：10000V35甲醇水分离塔给料泵流量：150m3/h台2扬程：H=60m电机功率：P=37kW电压：380V36甲醇再生塔回流泵流量：52m3/h台2扬程：H=201、40m电机功率：P=11kW电压：380V37排放甲醇泵流量：22.8m3/h台1扬程：H=68m电机功率：P=15kW电压：380V38甲醇供给泵流量：45m3/h台1扬程：H=65m电机功率：P=22kW电压：380V39循环气压缩机进口流量： 4228.2 Nm3/h 台1组合件成套供货额定流量：4651Nm3/h介质：循环气带压缩机后冷却器附：防爆电机功率：250kw，电压10000V40甲醇过滤器立式，4袋式过滤机台1SS304规格：ID550，H1575过滤面积：2m2介质：贫甲醇41甲醇粗过滤器立式，8袋式过滤机台216MnR规格：ID1300，H1880过滤面积：6.12m2介202、质：贫甲醇主 要 设 备 一 览 表液氮洗序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1CO2-甲醇吸附器ID2500，H3000台1SA203Gr.E填料类型：分子筛，UOP 5A 1/16或者BAYLITH K154 1-4 MM2再生气加热器类型：U型管式台1SA 516 GR.70换热面积：50m2SA1793再生气冷却器类型：U型管式台1SA 516 GR.70换热面积：100m2SA1794冷箱包括以下设备：套1厂家成套高压氮冷却器台11原料气冷却器台12#原料气冷却器台1氮洗塔台1氢气分离器台1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冷交换器立式列管式台1C203、SF=900m3操作压力：管程14.28 MPa(a) 壳程14.26 MPa(a)操作温度：管程3724.2 壳程-4624.2介质：管程、壳程均为H2、N2、NH32合成水冷器卧式列管式台2CSF=800m3操作压力：管程14.33 MPa(a) 壳程0.6 MPa(a)操作温度：管程6237 壳程-3040介质：管程H2、N2、NH3壳程：冷却水3第一氨蒸发器卧式U型管台1CSF=800m3操作压力：管程14.24 MPa(a) 壳程0.489 MPa(a)操作温度：管程24.28 壳程3介质：管程H2、N2、NH3壳程：液氨、气氨4第二氨蒸发器卧式U型管台1CSF=700m3操作压力：204、管程14.20 MPa(a) 壳程0.296 MPa(a)操作温度：管程8 -4 壳程-10介质：管程H2、N2、NH3壳程：液氨、气氨5废热锅炉卧式U型管 台2F=102m3操作压力：管程14.5 MPa(a) 壳程4.0 MPa(a)操作温度：管程422284 壳程223249.18介质：管程H2、N2、NH3壳程：脱氧水、水蒸汽6锅炉给水加热器卧式列管台2高强度合金钢 操作压力：管程14.42 MPa(a)CS 壳程4.3 MPa(a)操作温度：管程284235 壳程105240介质：管程H2、N2、NH3壳程：脱氧水7热气气换热器立式列管式 台2F=1523m3操作压力：管程14.85205、 MPa(a) 壳程14.37 MPa(a)操作温度：管程39.1205 壳程23562.0介质：管程、壳程均为H2、N2、NH38氨水计量槽立式，600 H=1000台1CS操作压力0.6MPa(A)操作温度80介质：氨水9第一气氨分离器立式，900 H=1500台1CS操作压力0.489MPa(A)操作温度3介质：气氨、液氨10第二气氨分离器立式，900 H=1500台1CS操作压力0.296MPa(A)操作温度-10介质：气氨、液氨11炉水排污立式，700 H=1000台1CS膨胀器操作压力2.5MPa(A)操作温度249.18介质：炉水12氨分离器立式，1800 H=7000台1CS操206、作压力14.16MPa(A)操作温度4.57介质：H2、N2、NH3、液氨13液氨中间贮槽卧式，1600 L=6000台1CS操作压力2.4MPa(A)操作温度4.57介质：H2、N2、NH3、液氨14氨合成塔2700 H18000台2轴径向流触媒装填量 48.5m3内有两个换热器操作压力：14.75MPa(A)操作温度：低于50015防爆双钓起重机起重量50吨，提升高度35m台116磅称最大称重5000kg台117开工加热炉4000 台124500 (含烟囱13500mm）内为盘管，筒体内衬耐火材料换热面积：139m2操作压力：管内14.6MPa(a) 炉体：常压操作温度：管内470 炉体：207、1037介质：管内：H2、N2 炉体：燃料气18合成气压缩机一段排气量：152235Nm3/h台1吸气压力：3.0MPa(A)循环段排气量：385240Nm3/h循环段吸气压力：14.1MPa(A)循环段排气压力：14.85MPa(A)附全凝式蒸汽透平蒸汽压力：3.92MPa(A)蒸汽温度：44019冷凝液泵Q=120m3/h H=60m台2附防爆电机设 备 一 览 表氨库序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1液氨贮罐V=5000m3台216MnR操作压力：0.4MPa(G)操作温度：42贮罐气分离器立式内500 H=1000台1CSV=0.2m3操作压力：0.4MPa(G)操作温度：4介208、质：NH3、H2、N23氨贮液器立式内800 H=2000台1V=1.0m3操作压力：1.6MPa(G)操作温度：40介质：液氨、汽氨4油水分离器台2CS5氨冷凝器I卧式列管式，F=24m2台116MnR500 L=3000操作压力：管程0.6MPa(a) 壳程：1.6MPa(a)操作温度：管程：3038 壳程：40介质：管程：冷却水 壳程：气氨、液氨6液氨泵Q=43m 3/h H=378mH2O台1配电机功率：75kW7氨压缩机入口压力：常压台2出口压力：1.6MPa(G)操作压力：1.6MPa(a)标准工况制冷量：75kW配电机功率90kW8事故氨水槽V=3.14m3台21000 H=40209、00操作温度：常温操作压力：常压9事故氨水泵Q=15m3/h H=198mH2O台2n=2950rpm配电机：30kw10液氨输送泵Q=55t/h，H=300m台211高位吸氨器吸氨能力：200kg/h台1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再沸器立式，台116MnR换热面积500 m2操作压力：管内1.6MPa(a) 壳程：2.5MPa(a)操作温度：管内：200 壳程：2232循环氨水冷却器卧式列管式，台116MnRF=30 m2操作压力：管内1.6MPa(a) 壳程：0.4MPa(a)操作温度：管内：3553 壳程：30403稀氨水冷却器卧式列管式，台116210、MnRF=80m2操作压力：管内1.6MPa(a) 壳程：0.4MPa(a)操作温度：管内：3590 壳程：30404氨水换热器卧式列管式，台116MnRF=90m2操作压力：管内1.6MPa(a) 壳程：1.6MPa(a)操作温度：管内：53160 壳程：82005氨冷凝器II卧式列管式，台116MnRF=120m2操作压力：管内0.4MPa(a) 壳程：1.6MPa(a)操作温度：管内：3038 壳程：40456贮氨器卧式 台1CSV=4.0m37稀氨水贮槽1200 L=4000台116MnR操作温度：200操作压力：1.6MPa(a)8氨水循环泵Q=4m3/h H=148mH2O台2x2211、n=2900rpm配电机：11kw9氨水泵Q=20m3/h 台2H=130mH2O10氨吸收塔上段：600 H=8000mm台116MnR下段：800 H=9000mm操作温度：60操作压力：1.6MPa(a)塔顶装300mm高不锈钢丝网塔内填料为38x0.8钢鲍尔环填料高度：上段5000mm 下段5000mm11氨蒸馏塔1400 H=18000mm台116MnR内装30块浮阀塔板，塔板间距为400mm每层板有浮阀20个操作压力：1.6MPa(A)操作温度：t顶=40 T釜=200主 要 设 备 一 览 表硫回收序号设 备 名 称设 备 规 格单位数量材 料备注1酸性气燃烧炉外形尺寸：外297212、6 L=8460台1碳钢操作压力：0.08MPa(G)不锈钢操作温度：1000耐火材料2加氢气加热炉外形尺寸：1100/370028770台1不锈钢操作压力：0.1MPa(G)碳钢操作温度：300耐火材料3克劳斯反应器外形尺寸：2400/2600 L13012台1碳钢操作压力：0.07MPa(G)不锈钢操作温度：3504加氢反应器外形尺寸：2200/2400 L5512台1碳钢操作压力：0.058MPa(G)不锈钢操作温度：320耐热层5急冷塔外形尺寸：1600 H22000台1不锈钢不锈钢丝网除沫器碳钢填料：50170.7 QH1不锈钢扁环瓷拉西环 一层 H=6m， Vk=12.06 m3不213、锈钢扁环 80809.5 瓷拉西环 一层 H=0.2m，Vk2=0.40 m3操作温度：16036oC操作压力：0.035MPa(G)6废热锅炉换热面积：135m2 台1碳钢外形尺寸：554019103546不锈钢管程壳程耐火材料物料名称：水、蒸汽工艺气操作温度：104194950330操作压力：MPa(G)1.30.077一级冷凝器换热面积：380m2 台1碳钢外形尺寸：200010856不锈钢不锈钢管:382.5 L=6000 n=545根管程壳程物料名称：工艺气水、蒸汽操作温度：oC330150104143操作压力：MPa(G)0.070.38二级冷凝器换热面积：380m2 台1碳钢外形214、尺寸：200010856不锈钢不锈钢管:382.5 L=6000 n=545根管程壳程物料名称：工艺气水、蒸汽操作温度：oC350150104143操作压力：MPa(G)0.0650.39三级冷凝器换热面积：307m2 台1碳钢外形尺寸：200010260不锈钢不锈钢管:382.5 L=6000 n=439根管程壳程物料名称：工艺气水、蒸汽操作温度：oC250150104143操作压力：MPa(G)0.060.310蒸汽发生器换热面积：290m2 台1碳钢外形尺寸：18008215不锈钢不锈钢管:383.5 L=6000 n=433根管程壳程物料名称：工艺气水、蒸汽操作温度：oC3201601215、04143操作压力：MPa(G)0.0550.311急冷水冷却器结构型式：波纹管式换热器台1碳钢外形尺寸：7006989不锈钢换热管：251.2 L6000 n360换热面积：F=184m2管程壳程物料名称：急冷水循环水操作温度：62363242操作压力：MPaG0.30.40.2512酸性气分水罐外形尺寸：1200 H=4000台1碳钢容积：VN=3.0m3不锈钢内装不锈钢丝网操作压力：0.08MPa(G)操作温度：4013燃料气缓冲罐外形尺寸：1200 H3881台1碳钢容积：VN=3.0m3操作压力：0.2MPa(G)操作温度：4014酸性水池外形尺寸：3000 H2000台1钢筋混凝土216、容积：VN=14.2m3操作压力：常压操作温度：常温15液硫封外形尺寸：1000 /1200 H5286台2碳钢容积：VN=3.86m3不锈钢夹套保温操作压力：0.06MPa(G)操作温度：15016尾气分液罐外形尺寸：1200/1400 H=5246台1碳钢容积：VN=5.0m3不锈钢内装不锈钢丝网，蒸汽盘管；夹套保温操作压力：0.055MPa(G)操作温度：15017排污膨胀器外形尺寸：1000 H=3333台1碳钢容积：VN=1.8m3操作压力：0.01MPa(G)操作温度：11018液硫贮槽外形尺寸：2000/2200 L=7304台2碳钢容积：VN=21m3夹套保温操作压力：0.06217、MPa(G)操作温度：15019循环水槽外形尺寸：4000 H=2000台1钢筋混凝土容积：VN=25m3操作压力：常压操作温度：4220急冷塔分水器外形尺寸：1200 H=4381台1不锈钢容积：VN=3.5m3操作温度：36oC操作压力： 0.03MPa(G)21加氢气分水器外形尺寸：1200 H=4381台1不锈钢容积：VN=3.5m3操作温度：36oC操作压力： 0.6MPa(G)22燃烧炉空气鼓风机离心鼓风机台2铸铁流量：50Nm3/min电机：380V 132KW 出口风压：0.08MPa(G)23加氢气压缩机往复式压缩机台2流量：100Nm3/min电机：6000V 540KW 218、出口风压：0.6MPa(G)24酸性水泵流量：10m3/ h 台1扬程：40m电机：380V 5.5KW25液硫泵流量：5m3/ h 台2扬程：40m电机：380V 11KW26循环水升压泵流量：100m3/ h 台1扬程：45m电机：380V 55KW27急冷水泵流量：60m3/ h 台2扬程：40m电机：380V 22KW28高温掺合阀个129高温掺合阀个130酸性气燃烧炉烧嘴个131气抽子外形尺寸：160 L570台2喷嘴:316L吸入压力：常压壳体:碳钢排气压力：0.022MPaG动力蒸汽压力：0.3MPa（G）动力蒸汽温度：14332硫磺成型造粒机外形尺寸：1244017461860219、台2生产能力：6000kg硫磺/hr防爆等级：dIIBT4钢带电机：380V 3.0kw布料器电机：380V 2.2kw上架风扇电机：380V 20.12kw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汽轮机台12氨压机台13油站套14气体冷却器台15氨冷却器I台16氨冷却器II台17冷却器台18气封冷凝器台19空气喷射冷凝器台110冷凝液泵台211液氨泵台212油泵台213一段进口分离器 2000 H=4030 V全=9.7m3台116MnR14二段进口分离器 2000 H=4030 V全=9.7m3台116MnR15三段进口分离器 2000 H=4030 V全=220、9.7m3台116MnR16中间氨贮槽1000 L=4012 V全=3m3台116MnR17 液氨贮槽 2000 L=7706 V全=23m3台120R吊车(5t)吊车(5t)台1设 备 一 览 表空压站序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1空气压缩机LGB-23/7-X（无油润滑）台2形式：螺杆式排气量：20Nm3/min循环冷却水耗量5m3/h电动机功率：132kw外形尺寸：2050x1320x18652微热再生干燥器ADH-20/8台2操作压力0.8MPaA处理气量：24m3/min有效供气量：20.4m3/min压力损失：0.04MPa压力露点：-40使用干燥剂：活性氧化铝加热器功221、率：9.0kw外形尺寸：2570x1055x16323仪表空气储罐球形：直径D=6.8m台1操作压力0.7MPaA操作温度404储气罐立式 容积：V=40m3台1外形尺寸：ID2400H8000操作压力0.7MPaA操作温度405气液分离器（除油、除水）台2处理气量：24.0m3/h滤芯数：1个6精密过滤器（除尘器）台2处理气量：24.0m3/h滤芯数：1个过滤器出口仪表空气质量含尘粒径3m含油8ppm压力露点20000m3，消防供水强度为140l/s，灭火时间按3小时计，一次消防总用水量为1512m3/h,消防储水量为1600m3。据此本工程设消防水泵2台，1用1备，消防稳压泵2台，1用1备222、。消防泵房及消防水池建于生产消防水系统界区内，消防储水池与全厂生产储水池共用，并同时接出两根供水管线与本工程消防环网相连。环状管网按着规范用阀门进行必要的分隔，设置消防水炮，并设置室外消火栓，可保证高压消防系统供水及灭火的要求。.4 循环水系统由于本工程所需循环水量较大，循环水温差较高,而机力通风冷却塔具有初期投资小，建设工期短，布置紧凑，占地少，冷却后水温较低，冷却效果稳定等特点。因此本工程拟采用机力通风钢筋混凝土冷却塔方案。1、一循：该循环冷却水系主要满足热电站、制冷装置循环冷却水用水要求。（1）设计参数循环水量： 1355717012m3/h。循环给水温度： 32循环回水温度： 42循环223、水给水压力： 0.30 MPa循环水回水压力： 0.25 MPa浓缩倍数 N=4本系统由L92D型风机逆流式机力通风冷却塔4座、旁滤系统、水质稳定加药系统、加氯系统、循环水集水池、输水管线及循环水泵组等组成。循环水补充水为生产一次水。循环水排污直接排入厂内清净水雨排水系统。（2）流程简述经过换热升温后的循环回水，依靠余压上冷却塔冷却后，再由设置在泵房内的泵加压，分别送至各用水点。2、二循：该循环冷却水系主要满足空（压）分装置循环冷却水用水要求。（1）设计参数循环水量：1486016479m3/h。循环给水温度：32循环回水温度：42循环水给水压力：0.40 MPa循环水回水压力：0.25 MP224、a 浓缩倍数 N=4本系统由L92D型风机逆流式机力通风冷却塔4座、旁滤系统、水质稳定加药系统、加氯系统、循环水集水池、输水管线及循环水泵组等组成。循环水补充水为生产一次水。循环水排污直接排入厂内清净水雨排水系统。（2）流程简述经过换热升温后的循环回水，依靠余压上冷却塔冷却后，再由设置在泵房内的泵加压，分别送至各用户。3、三循：该净循环冷却水系主要满足除空（压）分及发电、制冷装置外的循环冷却水用水要求。（1）设计参数循环水量：1263914199m3/h。循环给水温度：32循环回水温度：42循环水给水压力：0.40 MPa循环水回水压力：0.25 MPa浓缩倍数 N=4本系统由L92D型风机逆流式机力通风冷却塔4座、旁滤系统、水质稳定加药系统、加氯系统、循环水集水池、输