海菲泰（国际） 海菲泰（国际）投资控股集团 年产 60 万吨合成氨 104 万吨尿素项目可行性研究报告批注 [G1]: 供参考，比较一下年产 60 万吨合成氨 104 万吨尿素项目可行性研究报告海菲泰（国际） 海菲泰（国际）投资控股集团二零零九年九月1目 录1 总论6 1.1 概述 ................................................................. 6 1.1.1 项目名称和主办单位 ................................................ 6 1.1.2 可行性研究报告编制原则 ............................................ 6 1.1.3 主办单位概况 ...................................................... 6 1.1.4 项目建设的必要性 .................................................. 7 1.1.5 研究范围 .......................................................... 7 1.2 项目概况 .............................................................. 8 1.2.1 拟建地点 .......................................................... 8 1.2.2 建设规模与目标 .................................................... 8 1.2.3 主要建设条件 ...................................................... 8 1.2.4 项目投资及效益 .................................................... 8 1.2.5 研究结论 .......................................................... 8 1.2.6 主要技术经济指标 .................................................. 8 2 市场预测10 2.1 产品用途 ............................................................ 10 2.2 国内外市场分析预测 .................................................. 10 2.2.1 国外市场供应现状及预测 ........................................... 10 2.2.2 国外市场消费需求现状及预测 ....................................... 10 2.2.3 国内市场供应现状及预测 ........................................... 11 2.2.4 国内市场消费需求现状及预测 ....................................... 12 2.3 尿素价格分析 ......................................................... 14 2.3.1 竞争力分析 ....................................................... 14 2.3.2 价格预测 ......................................................... 14 3 产品方案和生产规模16 3.1 建设规模 ............................................................. 16 3.2 产品方案 ............................................................. 16 3.2.l 产品方案的合理性 ................................................. 16 3.2.2 产品方案 ......................................................... 16 3.2.3 产品质量标准 ..................................................... 16 4 建厂条件18 4.1 地理位置 ............................................................. 18 4.2 自然条件 ............................................................. 18 4.3 交通运输 ............................................................. 18 4.4 水源 ................................................................. 18 4.5 拟建地点 ............................................................. 19 5 工艺技术方案2025.1 技术方案的选择 ....................................................... 20 5.1.1 有引进设备及技术的方案选择 ....................................... 20 5.1.2 立足国内的技术方案选择 ........................................... 24 5.2 工艺流程 ............................................................. 26 5.2.1 工艺流程简述 ..................................................... 27 5.2.2 引进装置及技术 ................................................... 33 5.3 消耗定额 ............................................................. 34 5.4 设备方案 ............................................................. 34 5.4.1 主要设备选择 ..................................................... 34 5.4.2 主要设备一览表 ................................................... 35 5.5 自控技术方案 ......................................................... 40 5.5.1 自动控制水平和主要方案 ........................................... 40 5.5.2 仪表选型 ......................................................... 40 5.5.3 仪表动力供应 ..................................................... 41 5.6 工程方案 ............................................................. 42 5.6.1 土建工程方案的选择 ................................................. 42 5.6.2 三大主材估算 ..................................................... 43 5.6.3 主要建（构）筑物表 ............................................... 43 6 原料、辅助材料及燃料的供应45 6.1 原材料供应 ........................................................... 45 6.2 辅助材料供应 ......................................................... 45 6.3 燃料供应 ............................................................. 45 6.4 主要原辅料运输情况 ................................................... 45 7 总图运输与公用工程46 7.1 总图运输 ............................................................. 46 7.1.1 总平面布置原则 ................................................... 46 7.1.2 总平面布置方案 ................................................... 46 7.1.3 工厂运输 ......................................................... 47 7.2 给排水 ............................................................... 47 7.2.1 给水排水 ......................................................... 47 7.3 供电及电讯 ........................................................... 49 7.3.1 供 电 ............................................................ 49 7.3.2 电 讯 ............................................................ 51 7.4 供热 ................................................................. 52 7.4.1 锅炉房方案 ....................................................... 52 7.4.2 热力系统 ......................................................... 53 7.4.3 燃烧系统 ......................................................... 53 7.4.4 化学水处理 ....................................................... 54 7.5 采暖通用及空气调节 ................................................... 55 7.5.1 采暖 ............................................................. 55 7.5.2 通风、空调、除尘 ................................................. 55 7.6 化验 ................................................................. 5637.6.1 化验室的设置及分工 ............................................... 56 7.7 空压站 ............................................................... 56 7.7.1 艺装置及仪表用气 ................................................. 56 7.7.2 仪表空气质量要求 ................................................. 56 7.8 维修 ................................................................. 57 7.8.1 车间组成 ......................................................... 57 7.8.2 备品备件库 ....................................................... 57 8 节能及节水58 8.1 综合能耗 ............................................................. 58 8.2 节能措施 ............................................................. 58 8.3 节水 ................................................................. 58 9 环境保护59 9.1 设计采用的环境保护标准 ............................................... 59 9.2 污染物排放标准 ....................................................... 59 9.3 主要污染物和污染源 ................................................... 59 9.3.1 废气 ............................................................. 59 9.3.2 废水 ............................................................. 60 9.3.3 废渣 ............................................................. 60 9.3.4 噪声 ............................................................. 61 9.4 三废治理方案及环境影响分析 .......................................... 61 9.4.1 废气治理 ......................................................... 61 9.4.2 废水治理 ......................................................... 62 9.4.3 废渣治理 ......................................................... 62 9.4.4 噪声治理 ......................................................... 62 9.4.5 绿化 ............................................................. 62 10 劳动保护、安全卫生及消防63 10.1 设计依据及选用标准 .................................................. 63 10.1.1 安全卫生设计依据 ................................................ 63 10.1.2 安全卫生标准 .................................................... 63 10.2 危害因素分析 ........................................................ 64 10.2.1 主要危害因素 .................................................... 64 10.2.2 主要危害物性质。 ................................................ 64 10.3 劳动安全技术措施 .................................................... 66 10.3.1 劳动安全 ........................................................ 66 10.3.2 防范措施 ........................................................ 67 10.4 消防 ............................................................... 67 10.4.1 设计依据 ........................................................ 67 10.4.2 工程的火灾危险性类别 ............................................ 67 10.4.3 消防设施和措施 .................................................. 67 11 工厂组织及定员69 11.1 工厂组织 ............................................................ 69411.2 劳动定员 ............................................................ 69 11.3 人员来源与培训 ...................................................... 70 12 项目实施规划71 12.1 各阶段工作安排 ...................................................... 71 12.2 项目总进度表 ........................................................ 71 13 投资估算及资金筹措72 13.1 投资估算 ........................................................... 72 13.1.1 投资估算依据 .................................................... 72 13.1.2 投资构成 ........................................................ 72 13.1.3 建设投资估算 .................................................... 72 13.2 资金筹措 ............................................................ 73 13.2.1 资金来源 ........................................................ 73 13.2.2 资金使用计划 .................................................... 73 14 财务评价74 14.1 财务评价编制依据 .................................................... 74 14.2 参数选取 ............................................................ 74 14.3 销售收入与成本费用估算 .............................................. 74 14.3.1 销售收入估算 .................................................... 74 14.3.2 成本费用估算 .................................................... 74 14.4 财务评价 ............................................................ 75 14.5 不确定性分析 ........................................................ 75 14.5.1 盈亏平衡分析 .................................................... 75 14.5.2 敏感性分析 ...................................................... 75 14.6 结论 ................................................................ 7651 总论1.1 概述1.1.1 项目名称和主办单位项目名称：海菲泰（国际）投资控股集团年产 60 万吨合成氨 104 万吨尿素项目 建设地址：内蒙古自治区呼伦贝尔市 主办单位：海菲泰（国际）投资控股集团有限公司 企业性质：民营 法人代表：田树 公司地址：北京市朝阳区东三环北路 2 号南银大厦 27 层 电 传 邮 话：010― 真：010― 编：100027批注 [G2]: 建议删除1.1.2 可行性研究报告编制原则（1）编制过程中坚持‘客观、公正、科学、可靠的原则，对项目的市场需求、建设 规模、技术方案及水平、经济效益、社会效益、环境效益和各种风险等进行充分调查和论 证，真实、全面地反映项目的有利和不利因素，提出可供选择的建议。 （2）根据厂址条件，对项目所需水、蒸汽、人力、资金、原辅材料来源及质量进行 测算与落实。 （3）对产品方案、技术路线、资金来源等进行多方案的比较选择，最终提出技术上 先进、可靠、经济上合理、环保措施完善的推荐方案。 （4）结合国家的政策、法规及当地的优惠政策，按照有关编制要求，对建设项目做 出客观的技术经济评价，对项目中尚未解决的问题如实提出建设性的意见和建议。 （5）在吸收国内外先进技术基础上做到可靠、成熟、先进。主要设备由国内制造， 选用的工艺设备、自控方案要先进、可靠， “三废”排放少，做到低能耗、低污染、低成 本。严格贯彻执行国家有关基本建设的规定，做到技术先进、经济合理、安全实用。1.1.3 主办单位概况海菲泰(国际)投资控股集团有限公司(以下简称 “海菲泰集团” )是从事替代能源研发、 生产、销售；汽、柴油销售；石油化工产品生产、销售；投资许可经营项目：煤矿开采， 煤炭经营；石油贸易进出口业务的综合性能源公司。公司总部设在中国北京市。6海菲泰集团目前下设海菲泰 （国际） 投资控股河北石油化工有限公司和海菲泰 （国际） 投资控股北京石油化工有限公司，两个全资控股公司。 目前已建成的海菲泰集团河北石油化工有限公司（下称海菲泰河北石化），位于中国 河北省保定地区，占地面积 200 亩，紧邻京石高速公路，总投资 5 亿元人民币，具备年产 100 万吨车用清洁醇醚燃料以及 10 万吨燃油添加剂的生产能力。1.1.4 1.1.4 项目建设的必要性近两年来国际原油价格持续上涨，导致以石油为原料的尿素生产企业成本居高不下。 受国际原油价格节节攀升的影响， 作为国际尿素主要供应商的欧美化肥生产企业， 因生产 成本大幅上涨，使得部分企业不堪重负而被迫停产，增大了国际尿素市场的供需矛盾。 目前， 影响我国化肥生产企业成本的主要因素， 如煤、 电、 汽等原材料开始全面涨价， 且涨幅超过预期，以煤炭为例 2003 年下半年至今，煤炭价格一路飙升，上涨幅度已经超 过一倍以上，致使许多以煤为原料的小型化肥生产企业难以维持。 据统计，我国尿素生产企业中 62％以煤为原料，26％以天然气为原料，12％以石油 为原料， 原料价格上涨对这些小氮肥企业来说更是雪上加霜， 再加上大中型氮肥企业也享 受免征增值税优惠政策，使得小氮肥原来的税收优惠不复存在，使小氮肥企业亏损严重。 目前， 全国小氮肥中有相当一部分处于停产甚至倒闭状态、 这些小氮肥企业的停产和 倒闭都将减少市场氮源的供给， 从而推动尿素市场价格的上涨， 这对大中型氮肥企业来说 将是一个有利的发展契机。另外，国际石油价格一直在较高价位上运行，各地天然气价格 也在上涨，国内能源价格有继续上升趋势，尿素生产成本必将随之增加，这会促使尿素价 格上扬。 我国是一个农业大国。 近年来， 国家出台减免农产品税收和增加农民收入的一系列政 策措施后，农民的种植积极性有了空前的提高，化肥购买力不断增加。今后，国家将继续 出台政策扶持三农， 支持农民增收， 将继续加大对化肥供产环节和化肥价格的监管监控力 度，使化肥市场稳定发展。批注 [G3]: 这是 1 年前的说法1.1.5 研究范围（1）以煤为原料的大型合成氨及尿素生产装置； （2）公用工程、辅助装置及配套工程； （3）市场分析及预测； （4）项目厂址的方案； （5）环保、安全与职业卫生、消防； （6）项目总投资估算及技术经济指标的预测分析等。71.2 项目概况1.2.1 拟建地点本项目拟建在呼伦贝尔市新巴尔虎左旗。海菲泰（国际）投资控股集团有限责任公司 将利用当地资源和环境优势投资建设煤化工项目，为当地经济发展作出积极贡献。1.2.2 建设规模与目标呼伦贝尔当地有丰富的煤炭资源， 奠定了发展以煤为原料的化工产业基础。 随着我国 化学工业的发展，根据本地区经济发展的需要，海菲泰（国际）投资集团拟建设以煤为原 料年产 60 万吨合成氨 104 万吨尿素工程.1.2.3 主要建设条件（1）本项目年用水量 440.08 万吨，水源来自新巴尔虎左旗工业园区输水管线，输水 至厂区蓄水地， 经加压后供厂区各用水点使用。 从红花尔基至新巴尔虎左旗南部诺门罕地 区的引水工程即将开工建设。 （2）本工程为新建工程，全厂装机容量 41076KW，正常运行负荷约 24284KW，每年按 8000 小时运行，每年需要用电 1.36 亿度。根据全厂用电负荷及等级要求，本工程需要二 回路 110KV 电源，计划通过架空方式从工业园区变电站引入。 （3）厂区冬季最大用汽量 450t/h,新建锅炉房选用 2 台 240t/h 循环流化床锅炉，总 产汽量 480t/h。 （4）本工程的建设期预计为两年。1.2.4 项目投资及效益本项目总投资约为
万元，建设投资
万元，铺底流动资金 10011.4 万元。投资利润率 13.76％，投资利税率 17.35％，财务内部收益率税前 18.40％、税后 14.05％，该项目具有较强的获利能力和抗风险能力。1.2.5 研究结论综上所述， 本项目原料技术路线的选择和产品方案符合国家和自治区的产业政策及当 地的发展规划，原料来源稳定可靠、价格合理。本项目对实现煤的高效、洁净利用具有重 大意义。因此，本工程的建设是十分必要的，也是可行的。主要技术经济指标 1.2.6 主要技术经济指标8表 1D1序号 1 1.1 1.2 2 2.1 2.2 2.3 2.4 3 3.1 3.2 3.3 4 4.1 4.2 4.3 5 5.1 5.2 6 7 8 9 10 10.1 10.2 11 12 13 14 15 16 16.1 16.2 16.3 16.4 16.5 16.6 16.7 16.8 16.9 项目名称 生产规模 合成氨 尿素 产品方案 尿素 硫磺 粗甲醇 氩气 原材料、 原材料、燃料用料 原料煤 燃料煤 催化剂 公用动力消耗 一次水 年用电 蒸汽 运输量 运入量 运出量 定员 年操作日 建筑面积 综合能耗 项目总投资 建设投资 铺底流动资金 年均销售收入 销售税金及附加 总成本 利润总额 利税总额 财务评价指标 投资利润率 投资利税率 所得税前投资回收期 所得税后投资回收期 税前内部收益率 税后内部收益率 税前净现值 税后净现值 资本金利润率主要经济技术指标单位 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万立方米/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 立方米/小时 万千瓦时 吨/小时 万吨/年 万吨/年 万吨/年 人 天 平方米 吉焦/吨氨 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 % % 年 年 % % 万元 万元 % 数量 60 104 104 0.68 6.4
0.48 600 4 182 152 820 333
431.2 .3 81.86 13.76 17.35 6.83 7.91 18.40 14.05 11 28.43 备注92 市场预测2.1 产品用途尿素是一种含氮量最高的中性固体肥料，也是重要的化工原料。据统计，农业用尿素 占 90％，10％用于工业。农业上尿素可作单一肥料、复合肥料、混合肥料及微肥使用， 也用作饲料添加剂。 在工业上，尿素可生产三聚氰胺、尿醛树脂、氰尿酸、氯化异氰尿酸、三羟基异氰酸 酯、水合肼、盐酸氨基脲、脲烷等，尿素可制氨基甲酸酯、酰尿、造影显影剂、止痛剂、 漱口水、甜味剂等医药品。尿素用于生产含脲聚合物，也可作纤维素产品的软化剂；尿素 还可以作炸药的稳定剂，选矿的起泡剂,也可用于制革颜料生产。2.2 国内外市场分析预测2.2.1 国外市场供应现状及预测2004 年世界尿素生产能力约 1.38 亿吨（实物量，下同），产量 1.17 亿吨，开工率 85.4％。全球共有生产装置 460 多套，其中 60％的产能分布在业洲，30％的产能集中在 中国。印度、中东、前苏联和欧洲产能分别占世界总产能的 15％、10％、9％和 9％。 近年来， 世界尿素生产格局发生较大的变化， 生产重心逐渐由发达四家向发展中国家 转移，向气源丰富、价格低廉的地区转移。目前，世界上合成氨／尿素新建装置主要集中 在中东、南亚及东亚地区，尤其是中国、伊朗、卡塔尔、沙特及阿曼等国家的新增产能将 于近期投产。 今后 5 年， 天然气价格将决定新建合成氨厂的建设地点。 天然气价格较低的国家或地 区主要有俄罗斯、中东、澳大利业、孟加拉和马来西亚，价格较高的国家或地区主要有美 国、欧洲及东亚，两者氨成本差 20～35 美元/吨。近年来，由于天然气价格涨幅较大，美 国一些氨厂相继关闭或减负荷生产，或将氨厂迁到气源丰富、价格低廉的地区，产量下降 30％以上。中欧合成氨厂天然气长期依赖俄罗斯供应，今后 10 年这种状况难以改变。据 不完全统计，今后 10 年，世界尿素的新增能力仍然集中在亚洲发展中国家和中东地区。批注 [G4]: 2004 年数据显过时2.2.2 国外市场消费需求现状及预测尿素主要用作农田肥料，农用尿素约占世界尿素消费总量的 90％，其余作三聚氰胺 等化工产品。 2004 年全球尿素消费量约 1.12 亿吨， 2000 年 1.017 亿吨增加了约 10％， 比 年均增长率约 2.49％，其中亚洲消费量占全球总消费量的 63％，主要消费国是中国和印 度。世界尿素供需状况见表 2―1。批注 [G5]: 2004 年数据显过时10表 2―1 世界尿素供需状况 项目/年份 生产能力 产量 开工率 需求量 1999 年
88.86 11478（单位：万吨） 单位：万吨）
年平均增长率 3.27 5.08 5.36尿素是氮肥中的主要贸易品种。 世界尿素贸易量 1996 年达到 1100 万吨， 中国进口尿 素占当年世界贸易量的 52％。1997 年中期中国停止尿素进口后，世界贸易量一度大幅度 下降，中国停止进口的份额逐渐由拉美、澳大利亚和美国进口的增加来填补，1999 年又 恢复到 1996 年的水平。2003 年世界尿素出口量为 2830 万吨，其中前苏联国家出口量居 第 1 位，达到 750 万吨，占 27％。中东地区尿素出口量次之， 620 万吨，占 22％。预计 2012 年，中东尿素出口量将翻至 1500 万吨左右，占世界贸易总量的 39％。传统的尿素出 口大国，如俄罗斯、乌克兰等，由于国内消费增长，出口逐渐萎缩。 近 10 年来，世界尿素市场一直是供大于求，随着世界尿素产能和产量的提高，预计 在今后相当长的一段时间内将处过剩状态。批注 [G6]: 数据都显得太过时 批注 [G7]: 想办法查找一些近几年 的数据，更新一下这部分内容2.2.3 国内市场供应现状及预测我国尿素工业始于 1967 年，70 年代我国引进了 13 套大型尿素装置，单套装置生产 能力在 50 万吨／年。 进入 80 年代以后又引进了多套装置， 先后有 100 多家碳铵厂改产尿 素，一些工厂尿素生产能力由 4 万吨／年改为 6 万吨／年， 有的扩至 10 万吨／年，最大 的达到 60 万吨／年。迄今为止，全国共有生产企业 170 多家，生产能力达到 4600 万吨／ 年，大型尿素装置 3O 套，小型尿素装置产能约占总产能的 45％。除了 2004 年 12 月建成 投产的山东华鲁恒升集团有限公司国产化 30 万吨／年尿素装置外，大型尿素装置均为引 进装置，采用当时先进的成熟的工艺技术，在国际市场竞争中具有一定的实力。 20 世纪 90 年代，我国尿素生产进入了大发展时期，产量从 1990 年的 100 万吨增至 1999 年的 2900 万吨，年均递增 180 万吨．尤其是 1997 年和 1998 年增幅更大，年均增长 300 万吨以上。 2000 年和 2001 年， 由于尿素市场疲软价格过低， 增长势头明显趋缓。 2002 年以来，尿素市场好转，2004 年尿素产量突破 4000 万吨大关达到 4182 万吨，比上年增 加 629 万吨。2005 年尿素生产继续保持增长势头，产量达到 4337 万吨。2005 年我国尿素 产量前 20 名生产企业见表 2―2。11表 2 ―2 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 合计 地址 四川纳溪 乌鲁木齐 湖北宜昌 宁夏银川 山东德州 海南东方 云南水富 陕西渭南 四川成都 山西晋城 四川成都 山西晋城 重庆涪陵 海南 辽宁 辽宁 内蒙古 宁夏 吉林大庆 辽宁 公司名称 泸天化集团我国尿素产量前 20 名生产企业 产量（吨） 640 702 973 482 392 000 000 000 000 000
原料 天然气 气代油 煤 气代油 煤 天然气 天然气 煤 天然气 煤 天然气 煤 天然气 天然气 天然气 天然气 天然气 天然气 天然气 煤中石油乌鲁木齐石化分公司 湖北宜化集团 中石油宁夏石化分公司 山东华鲁恒升集团 中海油化学公司 云天化股份公司 渭河煤化工公司 川化集团 兰花煤炭集团 四川美丰化工股份公司 天脊集团晋城化工公司 中国核工业建峰化工总厂 中石油化学公司福岛二厂 华锦集团辽河化肥厂 华锦集团锦西天然气化工公司 内蒙古天野化工集团 中石油宁夏石化分公司 大庆石化公司化肥厂 本溪北方煤化工公司2004 年尿素新增产能超过 400 万吨／年，2004 年 9 月山西省晋城煤化工公司 30 万 吨／年大颗粒尿素装置投产；12 月山东华鲁恒升集团 30 万吨／年大颗粒尿素建成投产； 2003 年底，中海石油化学有限公司建设的富岛二厂 80 万吨／年大颗粒尿素投运。与此同 时，一批中小企业也完成了技术改造和设备更新，约增产 160 万吨。 预计
年规划建设项目新增产能 1110 万吨/年。批注 [G8]: 提预计。。 。，不合时了2.2.4 国内市场消费需求现状及预测1）国内市场消费需求现状 1995 年到 2004 年 10 年间，我国尿素表观消费量净增 1304.92 万吨，年均增长率为124.31％，2005 年尿素表观消费量增幅较大，达到 4187.05 万吨，净增 395.54 万吨，比上 年增长 10.43％。 1997 年以前， 我国是全球最大的尿素进口国之一， 每年进口量高达几百万吨。 2000 从 年开始， 我国尿素开始跻身国际市场， 出口量逐年大幅度增长， 2004 年达到创记录 394.29 万吨，位居全球尿素出口量第 3 位。短短 5～6 年时间，我国由尿素进口大国一跃成为出 口大国，对世界尿素市场格局影响巨大。图 2-1 2000 年―2007 年我国尿素市场状况 影响我国尿素中长期需求的主要动力是农业生产， 包括农业经济增长量、 粮食及经济 作物产品、 农业结构调整等因素。 经济增长量和粮食及经济作物增产量对化肥需求量的关 系密切、预计我国农业增加值增长仍将保持 4％一 6％之间的水平，这对化肥需求增长将 是一个稳定持续的推动力量。 2）国内市场消费预测 （1）预计 2010 年我国人口约 14 亿，按世界人均粮食占有量的平均值 410 公斤预测， 则 2010 年我国粮食需求量为 57400 万吨，较 2004 年粮食产量 469467 万吨增加 10453.3 万吨。 （2）若化肥对粮食的贡献率为 50%，且每公斤养份增产 7.5 公斤粮食，则 2010 年较 2004 年化肥需求量将增加 697 万吨。 （3）以 2004 年全国化肥产量 45198 万吨为基数，2010 年粮食作物共需化肥 522O 万 吨，则氮肥需求量约为 3164 万吨，较 2004 年氮肥表现消费量增加 287.5 万吨，其它农 作物所需氮肥增加量为 94.5 万吨，则农用氮肥增加需求量共 382 万吨。 （4）2010 年工业用尿素将增加到 755 万吨，比 2004 年净增 255 万吨，折纯氮 118 万吨。由此可见，2010 年氮肥需求量为 00 万吨，预计净增氮肥均为尿素，则 净增尿素为 1080 万吨。 2004 年全国碳铵产量为 672 万吨 （折纯） 预计到 2010 年碳铵产量下降至 500 万吨， ， 占全国氮肥产量的 15%， 氮肥产量将达到 3510 万吨 （折纯氮） 尿素产量将达到 5390（万 ，13吨（实物量）。2.3 尿素价格分析2.3.1 竞争力分析我国尿素生产企业的成本情况根据原料不同差别较大。目前尿素主要有三种生产方 法：一是以天然气为原料，二是以油为原料，三是以煤为原料。在目前阶段大型尿素装置 以天然气为原料的企业最具竞争优势，其成本一般为 1000 元／吨；其次是以煤为原料的 企业，生产成本为 1100 元／吨，而以煤为原料的企业又有很大的区别。 根据我国的资源状况，天然气供应不足，渣油、轻油价格波动太大，这些以天然气或 渣油、轻油为原料的企业都在积极改变原料路线。呼伦贝尔地区拥有丰富的煤炭资源，应 当大力发展以煤为原料的大型氮肥生产装置， 充分发挥煤炭资源优势， 实现氮肥产业与煤 炭资源紧密结合。 目前国内市场近 80％份额由中小企业占据。这此企业的原料路线、产品规模、生产 设备、生产成本等竞争能力均较差。可以预料，这些中小企业将被淘汰，腾出千万吨的市 场空间，因此，未来中国尿素市场将是大型企业的天下。2.3.2 价格预测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、地区政策 影响，据世界有关机构预测，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 140～200 美元/吨。 长期以来，我国尿素的生产、销售和价格一直受国家计划管理和控制。二十世纪七十 年代建设的大型尿素厂其尿素出厂价格由国家制订，其余大中型厂由各省有关部门确定， 小化肥厂生产的尿素一般随行就市。 所以， 国内尿素的价格主要受国家政策和粮食价格以 及进口量的影响。2005 年以来我国尿素价格见下图：14图 2―2 2005 年―2009 年我国尿素价格趋势 由于国内天然气价格将长期保持较高的水平， 支撑尿素价格持续高位； 国际原油价格 持续上涨， 使得国内外尿素价格相当。 近年来， 国家执行免征农业税和支农等一系列政策， 粮价有所增加，农民种粮积极性提高。综合各种因素，本工程尿素价格按 1550 元/ 吨。153 产品方案和生产规模3.1 建设规模尿素生产的规模对投资和产品成本影响较大，一般来说规模越大单位产品成本越低。 当规模达到一定程度后，则经济效益的优势就不再明显。 为了满足国内市场对尿素的需求， 降低单位产品的投资成本， 在我国建设大型尿素装 置非常必要。从产品的目标市场定位、组合技术的可靠性、项目的经济合理性、大型设备 的制造和运输条件、当地的资源条件、资金筹措能力等方面综合考虑，拟定建设规模为年 产 60 万吨合成氨尿素 104 万吨，分两条生产线，每条线生产能力为 52 万吨/年尿素。3.2 产品方案3.2.l 产品方案的合理性尿素是化肥行业主要的氮肥产品，与其他肥料相比具有更好的性能优势和价格优势， 是国家鼓励发展的产业之一。选用尿素作为本项目主要产品的原因如下： 1）尿素含氮高于其他任一种固体氮肥，因此尿素的运输、贮存、施用费用低； 2）尿素是中性速效氮肥，不破坏土壤酸碱性，可作为庄稼的追肥和基肥； 3）尿素易贮存、不分解、无爆炸性； 4）尿素可以混合、复合成 N、P、K 三元肥，以不同比例配置满足不同土壤、土质、 不同作物要求。 5）尿素产品除了用于农业化肥外， 还是很重要的工业原料， 在国民经济中极为重要。 本项目产品方案完全符合国家的产业政策， 也是内蒙古自治区化工行业发展规划中重 点发展的支农产品之一。 因此， 本项目建设年产 104 万吨尿素的大型化肥厂时是十分必要 和正确的选择。3.2.2 产品方案产品：尿素 104 万吨/年，产品执行国家标准（GB GB）尿素一级品标准 GB 副产：粗甲醇 6.4 万吨/年，产品参照其它企业标准。 硫磺 0.68 万吨/年，产品执行国家标准（GB2449--92 GB2449--92）硫磺一等品标准 GB2449--92 氩气 2000 万立方米/年，产品执行国家标准（GB/T1 GB/T1）氩气标准 GB/T13.2.3 产品质量标准16表 3 ―1 指标名称 颜色 总氮含量（以干基计）% 缩二脲含量% 水分含量% 铁含量% 碱度（以氨表示）% 水不溶物含量% 粒度（φ0.8-2.5 毫米）% 指标名称 比重 蒸馏量 酸度 酯值 醛、酮值 溴值 铁 硫尿素质量标准（GB244O--2001） 尿素质量标准（GB244O--2001） --2001 工业用 一级品 白色 ≥ ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≥ 46.3 0.5 0.5 0. 0.01 90 指标 ≤0.826（20℃时） ≥80%（w）（760mmHg64～65℃） ≤0.1mg/g（以 NaOH 计） ≤0.7mg/g ≤0.3%(w)（换算成丙酮） ≤6～10mg/ml ≤0.02%（w） ≤0.15%（w） 46.3 1.0 1.0 0.001 0.03 0.04 90 二级品 备注表 3―2 甲醇质量标准硫磺质量标准（GB2449--92 GB2449--92） 表 3―3 硫磺质量标准 GB2449--92 项目 1、硫，% 2、酸度（以硫酸计）% 3、水分，% 4、 灰分， % 5、砷，% 6、粒度 表 3―4 纯度（V/V%） ≥99.999 杂质含量 ppm（V/V）≤ ≥ ≤ ≤ ≤ ≤ 指标 优等品 99.90 0.003 0.10 0.03 0.0001 片状 氮气 5 氧气 2 一等品 99.50 0.005 0.50 0.10 0.01 片状 合格品 99.00 0.02 1.00 0.20 0.05 片状氩气质量标准（GB/T1 氩气质量标准 GB/T1） GB/T 氢气 1 总碳 2 水 4174 建厂条件4.1 地理位置新巴尔虎左旗地处大兴安岭北麓，呼伦贝尔市西南端。毗邻两国一盟四旗市，西南与 蒙古国接壤，东北与俄罗斯隔额尔古纳河相望，南接兴安盟阿尔山市，西隔乌尔逊河、达 赉湖与新巴尔虎右旗、满洲里市相邻，东与陈巴尔虎旗、鄂温克族自治旗相连。 嵯北区位于额尔古纳河东南岸， 行政区划属新巴尔虎左旗和陈巴尔虎左旗， 东距呼伦 贝尔市海拉尔区 200 公里，南距满洲里市 63 公里。4.2 自然条件1）气象条件 本区位于中纬度地区，其气候特点是：春季温度回升快、干旱、多大风；夏季温和， 雨水集中；秋季气温急降，无霜期短；冬季漫长严寒。年平均气温为 0.2℃， 历史极端 最低出现在 2001 年， 达到-41.1℃， 最热月是 7 月， 历史极端最高出在 1999 年， 40.9℃。 达 年平均降水量为 287.4mm，降水量最多的年份为 1998 年（590.5mm） ，降水量最少的年份 为 1986 年（125.7mm） 。年平均蒸发量为 1566.6mm，相当于降水量的 5-6 倍，特别干旱的 年份达 11 倍，年平均蒸发量 1566.6mm。 2）水文地质 厂址区年均降水量只有 279.6mm，而年平均蒸发量为 1566.6 mm，为降水量的 5.6 倍，累年最大日降水量 55.0 mm，地表土壤又为风积、冲积形成的砂土层，因而很难形成 较大径流。 根据现场调查， 历史上没有发生过洪水淹没的情况， 可不考虑区域洪水的影响。4.3 交通运输新巴尔虎左旗的公路运输比较发达，目前旗内有省道三条，总里程达 447km，县道 295.27km，乡道 269.90km，现已基本形成了两横，一纵为主骨架，干支相连，四通八达 的公路网络。建设中的两伊铁路北起伊敏车站，向南偏西跨辉河后，进入新左旗路经诺干 诺尔，巴日图，罕达盖进入兴安盟阿尔山市与伊尔施接轨，线路全长 197km。设计通过能 力近期为 960 万吨/年，远期为 1650 万吨/年。4.4 水源目前在该地区开发利用的水资源以地下水为主， 丰富的地表水由于没有兴建水利设施18尚未得到利用。 因此水资源在时空上分布的不均匀性和未能建设水利设施， 使得部分地区 出现用水紧张的局面， 但从海拉尔河流域的水资源总量看， 可以满足该地区各行各业发展 的用水需求。 按照流域规划，在海拉尔河、伊敏河和莫勒格尔河上兴建水利设施后，在流域内的水 资源可供量，特别是地表水的可供量将有较大幅度的提高。 伊敏河红花尔基水利枢纽工程是目前比较落实的一个大型水利工程， 水资源的分配要 按照科学发展观， 合理分配， 为呼伦贝尔地区规划的煤基能源化工基地的建设用水奠定良 好的基础。4.5 拟建地点项目拟建地点为新巴尔虎左旗化工工业园内。195 工艺技术方案5.1 技术方案的选择5.1.1 有引进设备及技术的方案选择1）造气工艺 煤气化技术开发较早， 20 世纪 20 年代， 在 世界上就有了常压固定层煤气发生炉。 30-50 年代， 用于煤气化的加压固定床鲁奇炉、 温克勒沸腾炉和常压气流床 K-T 炉先后实现了工 业化，称为第一代煤气化技术。 第二代煤气化技术的开发始于 20 世纪 60 年代。由于当时国际上石油和天然气资源 制合成气的开发利用技术进步较快， 降低了制取合成气的投资和生产成本， 使煤气化技术 开发的进程受阻。到 70 年代，全球发生石油危机，又促进了煤气化新技术的开发，到 80 年代，开发成功的煤气化新技术有的实现了工业化，有的完成了示范厂的试验。 目前已经实现工业化， 用煤进行气化生产合成气的先进工艺主要有水煤浆加压气化工 艺和 SHELL 粉煤加压气化工艺、这两种工艺的共同特点是： a.单炉气化能力大，适合于装置的大型化； b.原料煤适用性广； c.碳转化率高，炉渣残碳少； d.装置排放的污染物少； 水煤浆加压气化工艺于 20 世纪 90 年代初引入中国， 在国内合成氨和甲醇生产领域都 有成功的使用经验， SHELL 粉煤气化工艺近年来也在积极开拓中国市场， 而 目前在国内有 多套合成氨装置采用该技术建设。 （1）SHELL 公司的粉煤气化工艺的特点 SHELL 公司的粉煤气化工艺属第二代煤气化技术，具有如下优点： a.气化炉内部采用膜式水冷壁,对原料煤的灰熔点限制较少,可以气化高灰熔点的无 烟煤; b.粗合成气中有效气（C＋H2）浓度达到 90％,CO 含量低; C.气化效率高,原料煤及氧气消耗低; d.单炉能力大、运转同期长，无需备用炉； e.多组对列式烧嘴配置，操作弹性较大。 已在荷兰成功建设了一套单炉日处理煤量 2000 吨的气化装置，用于联合循环发电。 国内正在进行该技术引进工作的工厂有洞庭氮肥厂。 该工艺尚存在下列问题：20a.气化炉制造复杂，目前国内还不能生产，要成套引进; b 操作有一定难度，特别是在开始投入运行时，需要进行挂膜处理，处理不当会影响 水冷壁的使用寿命； c.由于无备用炉，工厂必须具有很好的管理水平和操作水平； d.国产化程度较低，投资较高。 （2）水煤浆加压气化工艺的特点 水煤浆加压气化技术 1983 年投入两业运行后，发展迅速。近十年来，在中国的化学 工业中，水煤浆加压气化工艺已有七套应用的业绩，另外还有多套装置正在建设中。国内 外已建成投产的有代表性的生产装置见下表： 表 5―1 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 工厂名称 美国 TEC 美国 CW 日本 UBE 德国 SAR 鲁南化肥厂 上海焦化厂 渭河化肥厂 淮南化工总厂 浩良河化肥厂 金陵石化公司 投煤量 吨/天 0 700 720 00
水煤浆加压气化工艺业绩表 气化压力 MPa 6.37 3.92 3.7 3.92 2.6 3.92 6.37 4.0 4.0 4.0 投产时间 年 84 95 05 2005 台数 1+1 1+1 3+1 1 2+1 3+1 2+1 2+1 2 2+1 流程特点 激冷流程 激冷/废锅 激冷流程 废锅流程 激冷流程 激冷流程 激冷流程 激冷流程 激冷流程 激冷流程 产品 甲醇 发电 合成氨 H2、CO 氨、甲醇 甲醇 合成氨 合成氨 合成氨 甲醇 气化炉水煤浆加压气化技术主要有如下优点： a.适用于加压（中、高压）气化，气化压力一般在 4.0MPa 和 6.5MPa； b.气化炉进料稳定，由于气化炉的进料由可以调速的高压煤浆泵输送，所以煤浆的 流量和压力较易得到保证，便于气化炉负荷的调节； c.合成的原料气消耗低； d.该工艺己在国内外建有多套装置在运行，国内已充分掌握了该装置的运行、维护 等技术； e.该装置的大部分设备、材料都可以立足于国内制造。目前国内制造的设备经过了 装置的实际生产考验，具有相当成功的经验可以借鉴。 水煤浆加压气化工艺是一项先进、 成熟稳妥可靠的工艺技术。 水煤浆加压气化生产合 成氨，在日本 UBE 氨厂（4.0MPa）已运行了十几年，每年可运行 330 天以上。从国内己开21车的鲁南、渭河、上海三联供、淮南的工程来看运行情况良好。 （3）水煤浆气化工艺与粉煤气化工艺比较 表 5―2 水煤浆气化工艺与粉煤气化工艺比较 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 项目 原料适应性 气化温度 气化压力 单炉处理能力 气化炉配置 气化炉结构 热回收 煤气除尘 易损件 磨煤方法 国产化水平 投资 粉煤气化 适应各煤种 ℃ 4.0MPa 2000 吨/天 单炉 水冷壁 废锅、水冷壁 冷煤气激冷、过滤、洗涤 高温过滤器、烧嘴 干磨同时干燥 关键设备引进 高 水煤浆气化 适应成浆性好、灰熔点低的煤 ℃ 8.5MPa 1500 吨/天 需有备用炉 耐火衬里 废锅、激冷 洗涤 耐火衬里、烧嘴 湿磨 国产化率高 低（4）水煤浆加压气化工艺与 SHELL 的粉煤气化工艺典型气体成份对比： 表 5 ―3 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 水煤浆气化工艺与粉煤气化工艺气体成份对比 组成（ V%） 氢气 一氧化碳 二氧化碳 甲烷 硫化氢 氮气 氩气 水蒸气 水煤浆 30.3 39.7 10.8 0.1 1.0 0.7 0.9 16.5 1.3 4.1 1.1 2.0 粉煤 26.7 63.3 1.5通过对 SHELL 及 Texaco 煤气化工艺的比较可以看出，两种煤气化工艺都可以选择, 本着可靠性、实用性、先进性的原则，本工程采用水煤浆加压气化工艺。 2）合成工艺方案 国内对组合成塔的研究生产由来已久，塔内件从轴向到径向、换热管从三套管到套 管、单管，各科研单位和生产厂家都作了大量的工作。在合成塔生产方面取得了很大的成22绩。但从目前国内的合成塔规模来说，最大只能生产 20 万吨／年，不能满足我们的需要， 因此只能从国外氨合成塔中选取。 国外氨合成工艺多种多样，应用最多的有 Kellogg 卧式合成塔和四级氨冷冻系统及 联合式热交换器工艺、ICI 的低压合成工艺、Braun 的绝热式氨合成工艺、TOpsφe -200 ICI Braun 径向塔工艺。 各种工艺均从不同角度力争提高氨净值和热量回收效率、 降低触媒层高度及 整个塔的阻力降。 Topsφe -200 系列合成塔属径向合成塔，有二段触媒床，床向带换热器，该塔最大 的特点是塔和整个回路阻力降小， 塔阻力降一般只有 0.2MPa， 回路阻力降一股只有 0.5～ 0.6MPa， 这就大大的减少了压缩功耗， 第二个特点是径向塔气流流经线路短， 可以选用 1～ 1.5mm 的小颗粒触媒，所以氨净值高，第三个特点是合理回收余热产生过热的中压蒸汽。 渭河化肥厂采用 Topsφe -200 系列合成塔运行多年，操作稳定、可靠，因此本工程 拟选用 Topsφe-200 塔及其合成工艺。 3）尿素工艺方案 （1）国内外尿素工艺技术概况 我国自六十年代起自行设计并建设了年产 4～11 万吨水溶液全循环法尿素装置近 200 套。七十年代至今又自行设计或引进了年产 4～52 万吨 CO2 汽提法尿素装置 18 套；引 进年产 52 万吨和 13 万吨的氨汽提法尿素装置分别为 8 套和 9 套， 沪天化在这一时期引进 改造的年产 22 万吨的双汽提尿素装置也已投产； 九十年代又先后引进了一套年产 52 万吨 和 5 万吨的 ACES 法尿素装置已投产运行。 目前世界上最有竞争力的尿素生产技术主要有:荷兰斯太米卡邦公司的 CO2 汽提工 艺、意大利斯纳姆普罗吉提公司的氨汽提工艺、日本东洋公司的 ACES 艺，现将其有关性 能简单比较如下： a. CO2 汽提工艺是荷兰斯太米卡邦公司于六十年代开发的尿素生产技术，在世界范围 内建厂业绩最多，其主要特点是流程简单、操作方便、投资省，它是目前世界上唯一工业 化的只有单一低压回收工序的尿素生产工艺，其合成压力采用最低平衡压力，氨、碳比采 用最低共沸组成时的氨碳比（2.95），操作压力为 138bar，温度为 180～183℃， 冷凝温 度为 167℃，汽提温度约 190℃，汽提效率 80％以上。主要设备材质采用 316L 或 25-22-2CrNiMo，再配以足够量的纯化空气即可达到材质耐腐蚀性的要求，设备制造及维 修都比较方便。由于汽提效率较高，故只设低压回收工段即可满足物料循环回收的要求， 但因为没有中压工段， 所以汽提效率的波动将对下游工序产生影响。 因此汽提塔必须控制 在相对稳定的条件下操作，在一定程度上限制了装置的操作弹性。另外，由于未反应物的 分解与分离主要是在汽提塔内实现的， 所以用于加热汽提塔的中压蒸汽量较大， 所以其总 能耗比其它两种工艺要稍高一些。 因其工艺流程简单， 设备总台数少。 国内建厂业绩较多 ， 而且软硬件费用也相对较低。 进入九十年代后， 斯太米卡邦对其尿素技术作了较大的改进23和推广， 主要是增加了原料气脱氢装置， 提高了装置的安全性能； 合成塔结构进行了改进， 提高了转化率，降低了合成塔高度及体积，将原立式降膜甲铵冷凝器改为池式冷凝器，并 将其用作初级反应器，减少了合成塔的体积， 降低了工艺框架的高度。 b.NH3 汽提工艺是意大环斯纳姆普罗吉提公司于六十年代开发的以氨为汽提剂的尿素 生产技术，后来发展为 NH3 自汽提工艺，在世界范围内也有广泛的建厂业绩。其最大特点 是高压圈内主要设备能地面布置，无需高层框架，设备操作与维修都比较方便。其次是操 作控制也比较简单，只需简单控制合成塔进出口的温度即可控制塔内的氨/碳比。由于大 量过剩氨的存在，氨/碳比的微小变化对合成塔的操作条件几乎没有影响。由于中压分解 工段的存在能平衡汽提效率波动对下游工序产生的影响， 使得汽提塔的操作比较灵活， 故 可通过改变汽提塔的操作条件来调整合成塔的氨碳比， 并进一步调整整个装置的热量平衡 及蒸汽产量，保证了整个装置的稳定操作。该工艺关键设备汽提塔选用钛材，其耐腐蚀与 耐侵蚀的能力强，其操作温度可达 230℃，可使整个装置在 40％的低负荷下稳定操作，特 别是近两年斯纳姆普罗吉提将其汽提塔的钛管改为锆衬里管， 进一步提高了该设备耐腐与 耐侵蚀的能力，提高了装置的操作弹性，可不必再翻转使用，方便了操作及维修。 C、ACES 工艺是日本东洋工程公司（TEC）开发的节能节资型尿素生产新工艺。它是 将 CO2 汽提工艺的高汽提效率与全循环工艺的高的单程转化率有机结合起来的一种新工 艺。合成塔内氨／碳比高达 4.0，可以基本上忽略腐蚀问题，在 190℃与 17.1MPa（G）的 操作条件下，合成塔转化率高达 68％，大大减少了汽提塔用于分解和分离本反应物所需 的中压蒸汽量， 使其成为当今工业化尿素生产工艺中能耗最低的工艺。 其设备选材也有独 到之处，主要高、中压设备都采用了 TEC 参与开发的双相不锈钢，能很好地解决设备的腐 蚀问题，其缺点是高压圈内设备台数较多，操作、控制比较复杂，高压圈内物料的循环靠 设备的位差来实现，工艺框架较高，提高了一次性土建费用设备的操作，维修也不方便。 国外先进的三种尿素工艺技术我国均已引进， 并已长周期运行， 我国已能在只购买工 艺包的条件下设计建设氨汽提的中型尿素装置，而且也能自己设计、制造、建设 CO2 汽提 大型尿素装置。 （3）尿素工艺方案比较及选择 从以上比较可以看出，三种方法的工艺性能指标非常接近。ACES 法流程较长，框架 ACES 高度达 70 米，能耗较低，但其专利费较高；NH3 汽提法流程较长，NH3 消耗指标较高，投 资适中；CO2 汽提法工艺简单，投资较省，在国内的建厂经验最为丰富，同规模的装置国 内己有十几套在运行，故选择 CO2 汽提工艺。5.1.2 立足国内的技术方案选择1）硫回收工艺方案 回收硫化氢中的元素硫的方法的按生产方式分为湿法和干法两种。24湿法主要是用溶剂将 H2S 吸收后在液相与氧气反应生产硫磺， 按吸收液中氧化剂载体 又分为钒基氧化法和铁基氧化法， 按使用的溶剂不同又分为多种方法。 国内采用过的方法 有栲胶法、ADA 法、PDS 法、GTS 法、TS-8505 法等多种方法。 干法回收硫的方法使用最广泛的为克劳斯法。由于克劳斯法工艺简单，适用大型化、 生产控制自动化，装置效能高。因此已成为含 H2S 气体中回收元素硫的主要方法。采用 Clause 工艺存在的问题是受化学平衡限制，尾气难以达到环保排放标准。因此本项目采 用改进的 Clause 工艺，采用两级碱洗与 Clause 工艺串联，以保证装置尾气达标排放。 2）变换工艺方案 上世纪六十年代以前，主要应用以 Fe2O3 为主体的催化剂，使用温度范围为 350～ 550℃，由于受操作温度的限制，气体经变换后仍有 3%左右的一氧化碳。六十年代以来， 由于脱硫技术的进展，气体中总硫含量可降低到 lppm 以下，有可能在更低温度下使用活 性高而抗毒性差的 CuO 催化剂,操作温度为 200～280℃， 残余一氧化碳可降至 0.3％左右。 前者称为中温变换，而后者则称为低温变换。 中温变换适合 CO 含量高的原料气。八十年代以来，我国的很多企业采用了在中变炉 之后增加低变炉技术， 也就是中串低变换工艺， 而中低低变换工艺也是中串低变换工艺的 发展。该工艺降低了吨氨产品的蒸汽消耗量，还较大幅度地提高了一氧化碳的总变换率。 所以本工程采用中低低变换工艺。 3）脱硫、脱碳工艺方案 从目前国内外大型合成氨装置所采用的脱除酸性气体的工艺来看，低温甲醇洗 (Rectisol)和 NHD(或 Selexol) 工艺较为常见。 低温甲醇洗(Rectisol)工艺是采用冷甲醇作为溶剂脱除酸性气体的物理吸收方法， 是 由德国林德公司和鲁奇公司联合开发的一种有效的气体净化工艺。 该技术成熟可靠， 可将 H2S 脱至小于 0.1ppm。而且溶剂循环量小，溶剂价格便宜，能耗和操作费用较低。该法缺 点是在低温下操作，要求采用低温材料，投资较高。 NHD(或 Selexol)亦属物理吸收，对 CO2、H2S 等均有较强的吸收能力，但只能将 H2S 脱至小于 1ppm，对 COS 吸收能力较差，需另加有机硫水解和精脱硫装置。为使脱碳尾气 符合环保排放要求，须将脱硫和脱碳分开，流程复杂。另外其溶剂吸收能力比甲醇低，因 而溶剂循环量大，充填量大，且溶剂价格昂贵，操作费用较高。该法的优点在非低温下操 作，可采用普通碳钢材料，投资较低。 对本项目而言，虽然 NHD 工艺投资低于低温甲醇洗工艺，但其操作费用较高。低温甲 醇洗工艺在国内已有丰富的生产操作经验， 除少部分低温材料需引进外， 设备设计和制造 可在国内解决， 超过 NHD 的部分投资静态回收期约 2 年， 因此本项目酸性气体脱除采用低 温甲醇洗工艺。 4）醇烃化工艺方案25经一氧化碳变换和二氧化碳脱除后的原料气尚含有少量残余的一氧化碳和二氧化碳， 为了防止它们对合成催化剂的毒害，原料气送往合成以前还需要有一个最后净化的步骤。 铜氨液吸收法是 1913 年就开始采用的方法，液氮洗涤法是二十年代以后使用的方法，甲 烷化法是六十年代开发的新方法。 虽然在催化剂上用氢气把一氧化碳还原成甲烷的研究工 作早己完成，但因反应中要消耗氢气生成无用的甲烷，所以此法只能适用于 CO 含量甚少 的原料气。直到实现低温变换工艺以后，才为 CO 的甲烷化提供了条件。与铜洗法相比， 甲烷化法具有工艺简单、操作方便、费用低的优点，但甲烷的销售始终是甲烷化法生产的 瓶颈，因此本项目采用醇烃化法。5.2 工艺流程以煤为原料生产尿素的工艺流程如下：氧气 中 温 变 换 炉 低 温 变 换 炉 低 温 甲 醇 洗原煤磨机气 化 炉洗 涤 塔汽 提 塔C02压缩氮气 克劳斯 反应器醇 化 塔 粗 甲醇甲 铵 冷 凝 器氨 合 成 塔压 缩硫磺 氢气 水 解 塔 蒸 发 器液氨尿 素 合 成 塔高 压 洗 涤 器精 馏 塔造 粒 塔尿 素图 5―1 ―工艺流程简图265.2.1 工艺流程简述1）造气工艺流程 （1）磨煤工段 原煤通过电子皮带称计量送入棒磨机， 石灰石粉、 水、 添加剂也通过计量加入棒磨机。 各种物料在棒磨机内混合并磨成水煤浆后自流入滚筒筛筛分， 极少量的不合格料落入手推 车返回料场， 合格的料浆流入磨机出料槽， 再经磨机出料泵送入气化工段的大煤浆槽内供 气化所用。 （2）气化工段 由磨煤工序制备的原料煤浆， 经泵加压后， 送入气化炉喷嘴与空分送来的高压氧气经 喷嘴进入气化室。在约 1400～l500℃及 6.5MPa 压力下，进行部分氧化反应。产出粗合成 气，高温粗合成气经激冷室降温增湿。再经文丘里洗涤器及洗涤塔进一步除尘，含尘量合 格（≤1mg/Nm3）后，送往 CO 变换工序。 在气化室高温条件下，呈液态的融渣经激冷、固化，再经破渣机破碎较大凝块后，导 入锁渣罐周期性地排入渣池， 在此经初步沉降， 粗渣由设于渣池中的刮板捞渣机陆续捞出 固渣，并运出界外。 激冷室及洗涤塔排出的水，因含有细渣浊度较高称之为黑水，并具有系统条件下的 饱和温度。高温的黑水送往渣水处理工序作进一步处理后循环使用。 （3）渣水处理工段 由气化炉激冷室、洗涤塔排出的高温黑水，经逐级减压闪蒸，最终在真空闪蒸罐内降 至 70－80℃后送入沉降槽，悬浮固相细渣在絮凝剂的作用下得到沉降，沉降后的清液称 为灰水，经脱氧、加压后送回气化工序洗涤塔中循环使用。 高温黑水逐级闪蒸是为回收高温黑水余热而设置的，闪蒸级数及各级闪蒸压力可据 蒸气的用途、用量确定。 沉降槽底部排出的含固率约 15～2O％的浓缩渣浆，可经过滤、脱水后，滤饼作为废 渣排出，滤液作为磨煤用水循环使用。 2）变换工艺流程 变换后的煤气经油分离器后进入饱和热水塔， 再经气水分离器后进入热交换器与变换 气换热， 经中变电加热器进入中温变换炉， 出热交换器的煤气经第一调温水加热器后进入 低温变换炉，再经第二调温水加热器、第一水加热器后，进入饱和热水塔，再由第二水加 热器、 变换气水冷器、 变换气水分离器冷却分水后， 变换气由变脱塔再脱硫后至脱碳车间。 3）低温甲醇洗工艺 （1）变换气冷却 来自一氧化碳变换工序的变换气被送到酸性气体脱除工序，在一系列换热器中被冷 却。在变换气/合成气换热器Ⅰ和变换气冷却器中,变换气被冷到约 10℃。然后变换气通27过洗氨塔，用锅炉给水进行洗涤以降低其 NH3 和 HCN 含量。洗涤水被送出界区。之后，一 小股甲醇被注入变换气里以防止水在低温下凝固。最后，变换气在变换气/合成气换热器 Ⅱ中与冷合成气，冷 CO2 产品和循环气换热。 （2）H2S/CO2 吸收 随后变换气经过甲醇洗涤塔的预洗段，在此微量组份如 NH3 和 HCN 被一小股来自 H2S 吸收塔给料冷却器的低温甲醇吸收。在液位控制下，预洗甲醇离开塔底，送到预洗闪蒸换 热器去再生。 预洗后的气体通过一个升气管进入甲醇洗涤塔的主洗段，H2S 和 COS 在此被来自甲醇 洗涤塔的含饱和 CO2 的甲醇所洗涤。甲醇溶液流量与进甲醇洗涤塔的变换气流量进行比例 控制。洗涤后的富含 H2S 甲醇在液位控制下离开甲醇洗涤塔去中压闪蒸塔闪蒸再生。脱硫 后的气体通过另一个升气管进入甲醇洗涤塔的上段洗涤部分。 甲醇洗涤塔中， 气体用冷的闪蒸后的富甲醇作为主洗甲醇， 用冷的热再生后的甲醇作 为精洗甲醇来进行洗涤。之后，在与变换气量比例的流量控制下，进入塔的上部。 由于 CO2 的吸收热，甲醇温度升高,吸收能力相应下降。因此饱和甲醇需要引出冷却 以维持吸收能力。因此，在上段气体被富 CO2 甲醇洗涤，在甲醇循环冷却器中甲醇被制冷 剂冷却下来。 在变换气/合成气换热器Ⅱ和变换气/合成气换热器ⅠB 中与变换气换热之后， 合成气 被导出界区。 （3）闪蒸再生和 H2S 提浓 来自甲醇洗涤塔的部分甲醇通过 H2S 吸收塔给料冷却器导入甲醇洗涤塔的上段， 其余 部分流入中压闪蒸塔的中压部分, 甲醇在中压下闪蒸，闪蒸出部分 CO2 同时解吸出有价值 的 H2 和 CO。这股气体被导入中压闪蒸塔的下段以降低其 CO2 含量。 从甲醇洗涤塔出来的含富硫甲醇也流入中压闪蒸塔下段，在此，有价值的 H2 和 CO 以 及部分 CO2 闪蒸出来。为了降低循环气量，闪蒸出来的大部分的 CO2 用一小股来自热再生 塔给料泵的冷甲醇再吸收。在变换气/合成气换热器Ⅱ中被加热后，闪蒸气通过循环气压 缩机压缩， 再经循环气压缩机进口冷却器和循环气压缩机后冷器用循环冷却水冷却， 然后 循环回变换气入口管线。 来自中压闪蒸塔中压闪蒸段的含富 CO2 甲醇在 CO2 闪蒸甲醇丙烯冷却器中过冷。之后 大部分的甲醇被导入再吸收塔上段的顶部进行闪蒸，H2S、CO2 被释放出来。CO2 产品在克劳 斯气体/CO2 换热器和热闪蒸气丙烯冷却器中加热后送出界区。 部分闪蒸后的甲醇导入再吸收塔底部的上层。部分通过主洗涤泵导入甲醇洗涤塔。 来自闪蒸甲醇丙烯冷却器的其余甲醇在闪蒸甲醇冷却器中被进一步冷却， 之后导入再 吸收塔中段的中部，作为硫组分的再吸收介质，使 CO2 产品气达到指标要求。 来自中压闪蒸塔低闪蒸段的含硫甲醇分成两股。 一股去再吸收塔上段的下部， 释放出28所含的绝大部分 CO2 包括 H2S 和 COS。 2 产品气离开塔， CO 在变换气/合成气换热器Ⅱ中被加 热后，被导出界区。其他的含硫甲醇直接送到再吸收塔中段的底部。 来自上部的闪蒸后的含硫甲醇也被送到再吸收塔中段的上部。在此，更多的 CO2 通过 和氮气冷却器和部分尾气换热， 用氮气气提而释放出来。 甲醇被再吸收塔循环泵从升气管 中抽出， 经过再吸收甲醇换热器和热再生甲醇换热而被加热， 之后返回再吸收塔下部的气 提段。来自气提部分的 N2/CO2 混合气和热闪蒸气、循环酸气混合。含硫混合物被送到再吸 收塔中段上层的甲醇反洗。离开中段上层的尾气在氮气冷却器和丙烯过冷器中被部分再 热。 尾气在尾气洗涤塔中用水洗至相当低的甲醇含量时， 最终通过足够高的烟囱排到大气 中。 来自再吸收塔中段下部的富 H2S 甲醇被热再生塔给料泵抽出，通过闪蒸甲醇冷却器， H2S 吸收塔给料冷却器和富甲醇/贫甲醇换热器， 与热再生甲醇换热而被加热， 之后送至热 再生塔的热闪蒸段。 在中压闪蒸塔下段，来自热再生塔的部分甲醇也作为循环气的 CO2 再洗甲醇用。 （4）热再生 含富硫甲醇首先被送到位于热再生塔顶部的热闪蒸段。 热闪蒸释放出的气体在热闪蒸 冷凝器中用冷却水、 在热闪蒸气丙烯冷却器中冷却。 之后热闪气和冷凝液送到再吸收塔的 主要部分以增大甲醇中的硫容量。 进热再生塔热再生部分的甲醇用甲醇蒸汽汽提,全量再生，甲醇蒸汽部分来自于再生 部分下部的水浓缩段，其余来自于甲醇脱水塔塔顶。 来自热再生段的甲醇蒸汽/气体混合物通过若干个换热器来冷凝甲醇。首先，在送入 热再生塔之前， 塔顶馏出物导入预洗闪蒸换热器去加热冷的预洗甲醇。 在进入回流槽之前， 大部分甲醇在热再生塔顶冷凝器中被冷凝。 最后， 克劳斯气体在克劳斯气再热器和克劳斯 气/CO2 换热器中进一步冷却。克劳斯气体分离器中剩余的冷凝液被收集并返回回流槽。之 后克劳斯气体在克劳斯气再热器中被再热并送出界区。 来自克劳斯气体分离器的部分克劳斯气体被用作循环气返回再吸收塔用于浓缩硫组 分。克劳斯气体循环通过一个小的再吸收塔直接进入分离器。在那里，它被来自再吸收塔 循环泵的一小股冷甲醇再洗，以避免克劳斯气体夹带的微量组份积聚在循环甲醇中。 来自克劳斯多级冷凝的冷凝液被收集到回流槽中， 通过热再生塔回流泵返回热再生塔 顶部。 从热再生塔的储液段收集的全量再生甲醇，在返回甲醇洗涤塔之前，由 CO2 吸收塔给 料泵抽出，然后在富甲醇/贫甲醇换热器中冷却。 （5）甲醇-水精馏 少量热再生后的甲醇送到热再生塔下部的水富集段。 这个小的精馏部分带一热再生塔 再沸器。 一方面， 此部分可获得底部产品里的富集水， 另一方面可产生需气提的甲醇蒸汽。29用甲醇脱水塔给料泵将含富水甲醇从热再生塔的浓缩段的底部抽走后导入甲醇脱水塔。 目 的旨在保持甲醇回路中水含量在较低水平， 甲醇脱水塔再沸器提供蒸馏热源， 其顶部是甲 醇蒸汽，它被送入热再生塔，它也被作为气提介质。甲醇脱水塔的底部产品是废水，在废 水冷却器中被冷却后导入尾气洗涤塔。 4）硫回收工艺流程 来自低温甲醇洗的酸性气进气分离罐分离出夹带的液体后， 气体经控制阀调节分别进 入 H2S 锅炉和克劳斯反应器一段。酸性气在 H2S 锅炉内和来自罗茨鼓凤机的空气进行燃烧 反应生成 SO2。对于燃烧反应中空气流量的控制，是同时通过进口酸性气的 H2S 成分分析 和最终冷凝器出口尾气中的 H2S 成分分析来实现，并且相应地比例控制燃料气的流量。 部分酸性气经燃烧反应后成为含 SO2 的气体，与来自造气车间的含 H2S 的气体一起进 入克劳斯反应器一段进行催化反应生成气态硫磺。 一段反应后的酸性气通过 H2S 锅炉内的 换热器冷却， 冷却产生的液相硫磺自流至液封槽。 气体则通过第一酸气加热器的中压蒸汽 间壁予热， 加热后的气体进入克劳斯反应器二段内再进行催化反应生成气态硫磺， 气体再 经过 H2S 锅炉内的换热器冷却，冷却产生的液体硫磺去液封槽，气体则通过第二酸气加热 器的中压蒸汽予热， 加热后的气体进入克劳斯反应器三段内进行催化反应， 反应完成后的 尾气经最终冷凝器冷却后进入尾气碱洗处理系统， 在最终冷凝器冷凝下来的液相硫磺自流 至液封槽。 反应产物硫磺经液封流入硫磺池，再经硫磺泵送至硫固化冷却器冷却成固体硫磺。 反应后的尾气由于不能达标排放，需要经过尾气碱洗处理。尾气洗涤采用两级洗涤， 分别通过文丘里洗涤器Ⅰ、 文丘里洗涤器Ⅱ实现。 洗涤后的尾气经废气分离器分离出夹带 的液体后至烟囱高空排放。洗涤液采用 NaOH 溶液，由文丘里循环泵循环喷淋。洗涤液的 PH 值是通过 PH 值分析来控制补充的碱液量，补充的碱液通过碱液补充泵提供。 5）醇烃化工艺流程 脱碳工段来的气体进入油水分离器， 分离油水后进入醇塔前换热器换热。 换热后的气 体进醇化塔内反应， 反应后的气体进醇塔前换热器管内加热入塔气体。 出醇塔前换热器气 体进入醇化水冷器，降低温度后进入甲醇分离器分离甲醇。 来自甲醇分离器的气体进烷塔前换热器换热，经换热器进一步提温后入烷化塔反应， 反应后的气体去烷塔前换热器管内加热入塔气体。出烷塔前换热器的气体经烷化水冷器、 烷化氨冷器，降低温度后进水分离器，出水分离器的气体去合成车间、循环机仅升温还原 时使用。 6）合成氨工艺流程 合成气在合成塔内进行高温高压催化反应生合成氨。 通过蒸汽过热器、 废热锅炉和气 气换热器对氨合成产生的反应热进行回收。 净化气进入合成气压缩机低压缸压缩到 6MPa，经过冷却分离后进入高压缸，与其循30环气混合后，在最后一个叶轮（又称循环段）压缩到 14～15MPa 送入合成回路。 离开合成气压缩机的气体经过热交换器加热到合成塔入口温度，进入合成塔。 氨合成塔系 Topsφe -200 径向流合成塔，有两段催化剂床，床间带换热器。 出合成塔的气体依次经过以下换热器进行冷却：蒸汽过热器、废热锅炉、热交换器、 水冷却器、冷交换热器以及一、二级氨冷器。冷凝的氨在氨分离器子以分离。循环气体经 过冷交换器加热后进入合成气压缩机高压缸。 氨分离器分离出的液氨减压后送入氨闪蒸罐， 溶解在液氨里的气体被释放出来， 经回 收冷量、汽提后作燃料气体用。氨闪蒸器出来的液氨进入氨受槽，送尿素车间。 7）冷冻及液氨贮存工艺流程 氨冷冻工段设计为二个温度等级，一级温度 11℃，除供空分空气预冷冷量外，还和 二级-4℃冷量一起供合成冷凝氨冷量。 氨压缩机为二个压缩机。一、二级氨冷器的气氨分别进入不同的氨压机，经水冷冷凝 下来的液氨进入氨收集槽。液氨又依次经过一 二级氨冷器，气氨进入压缩机，周而复始， 循环此过程。 液氮贮罐由于吸热产生的气氨通过事故冰机组压缩， 压缩后的氨气经冷凝后返回液氮 贮罐。 贮罐中的液氨可按要求通过氨输送泵加压并经氨加热器用冷却水加热后送至尿素车 间。 8）尿素工艺流程 氨和二氧化碳在 170～185℃及 13.5～14.5MPa（G）条件下反应生成尿素，氨和二氧 化碳在第一步反应中生成氨基甲酸铵； 反应速度很快且为放热反应。 在第二步反应中氨基 甲酸铵脱水生成尿素和水，反应速度较慢且为吸热反应。 合成工段中 NH3 和 CO2 的转化率约为 80～82％。 液氨由高压氨泵加压至 16.7MPa（G），并通过高压喷射器送进甲铵冷凝器。 二氧化碳从净化车间引入，在加入少量空气后由 CO2 压缩机加压至 14.7MPa（G）。在 脱氢转化器中 CO2 中的氢通过催化剂燃烧除去。脱氢的目的是使高压洗涤器放空的氢一空 气混合物处于爆炸范围之外。脱氢后的 CO2 引入高压气提塔的底部。 加入的空气的一部分用于催化燃烧，其余的用于钝化合成工段的设备防腐。 在合成塔中，甲铵转化为尿素和水。合成塔出料进入汽提塔管程。在此与 CO2 逆流接 触，这样使氨的分压降低并使甲铵分解，分解所需的热量由饱和中压蒸汽提供。 出汽提塔的尿素溶液流往回收工序， 而出塔的气相则送入高压甲铵冷凝器。 在高压甲 铵冷凝器中部分气相冷凝，冷凝热用于产生低压 NH3 及 CO2 一并送往合成塔的底部。 出合成塔顶部的不凝气体及未反应的氨和二氧化碳进入高压洗涤器。 在高压洗涤器的 下段，NH3 及 CO2 冷凝下来，冷凝热由冷却水带走。在上段来自下段的气体与来自低压回收 工序的甲铵液逆流接触以回收 NH3 及 CO2。回收后的气相主要为氮气和氧气及很少量的氨31和二氧化碳，通过中压吸收器后放空。 出高压洗涤器的甲铵液流往高压喷射器， 在此用高压氨作驱动流体将甲铵液循环回高 压甲铵冷凝器。 在精馏塔分离器中气相从液相中分出并进入精馏塔， 在此汽相被来自汽提塔的尿素― 甲铵液冷却并引起气相中的部分水份冷凝下来。 离开精馏塔的气相进入低压甲铵冷凝器的底部， 在此几乎全部冷凝下来， 冷凝热由冷 却水带走。 在低压甲铵冷凝器中加入一部分工艺冷凝液和第一解吸器塔顶气冷凝液以控制 甲铵液中的含水量。 甲铵液由高压甲铵泵从低压甲铵冷凝器液位槽中抽出并加压后送往高压洗涤器。 离开精馏塔的尿素溶液经减压后进入闪蒸分离器， 闪蒸后的尿液约含 70～80％尿素， 在尿液贮罐中贮存。 贮存在尿液罐中的尿液由泵抽出并送往第一蒸发器浓缩至 95％，然后经第一蒸发分 离器分离后送往二段蒸发，在此尿素浓缩至 99.7％。 出第二蒸发分离器的熔融尿素送往造粒塔顶， 通过造粒喷头， 尿素液滴沿造粒塔下降 并与上升的空气逆流接触而冷却固化成尿素产品。 出蒸发系统两段蒸发分离器的气相在真空系统中冷凝后送往氨水槽，该溶液可用作 0.39MPa 吸水塔和常压吸收塔的吸收剂， 大部分工艺冷凝液由氨水槽抽出经解吸器预热后 送往第一解吸器。 在第一解吸器中， 3 及 CO2 被来自第二解吸塔的气相汽提出来。 NH 出第一解吸器的溶液 用泵送至水解塔预热器，预热后送往水解塔的顶部。在水解塔中，尿素被加热至约 200℃ 后分解，分解所需的热量由高压过热蒸汽提供。 离开水解塔的工艺冷凝液含微量的尿素、 氨和二氧化碳， 经水解塔预热器回收热量后 进入第二解吸器。在这里，残余的氨和二氧化碳被低压蒸汽汽提出来。汽提气进入第一解 吸器，并用作第一解吸器的汽提剂。 处理后的工艺冷凝液约含 Ippm 的 NH3 及 Ippm 的尿素， 经解吸塔预热器和废水冷却器 冷却后作锅炉给水。 9）空分工艺流程 空分装置负责向造气装置提供高纯氧气（99％）并为全厂提供氮气。 本装置采用分子筛吸附净化空气，透平膨胀机制冷，液氧泵内压缩流程。整套机组包 括：空气压缩系统、空气预冷系统、分子筛纯化系统、分馏塔系统、氮气压缩系统。该流 程具有运行连续、稳定、安全、操作维护方便、可自动变负荷等特点，增压机由汽轮机驱 动。空气压缩系统中，空气纯化系统采用先进的立式、双层径向流吸附器。采用液氧泵内 压缩流程，便装置的安全性更高。325.2.2 引进装置及技术1）造气部分 煤气化大部分设备国内己研究成功， 部分已用于工业装置中。 但考虑到该装置规模较 大，应做到可靠、安全、长周期运行，所以对于一些关键的设备、阀门及材料拟从国外引 进、初步确定引进设备有： 高压煤浆泵、高压渣阀、德士古烧咀（专利设备，一次性引进，备件国内研制）和部 分材料（板材和管材）。 2）合成部分 我国合成塔生产方面取得了很大的成绩，但目前国内合成塔规模小，最大只能生产 20 万吨／年，因此本工程从国外氨合成塔中选取。为保证合成塔正常运行，合成生产的 工艺软件也是本工程要引进的关键技术。 3）尿素部分 近年来，斯太米卡邦对其工艺技术在降低能耗、系统优化控制操作、耐腐蚀材料的选 择、造粒技术、装置布置以及设备结构等方面都有重大改进和突破。本项目考虑采用 CO2 汽提工艺 CO2 汽提工艺中需引进的关键设备主要有：高压氨泵、高压甲铵泵、汽提塔、高压甲 铵冷凝器、高压喷射器、造粒装置等。 上述设备的动设备中往复式高压泵易泄漏， 制造难度较大， 高速离心式高压泵国内还 有待试制。静设备中的汽提塔、甲铵冷凝器等属专利设备，只有取得斯太米卡邦认证的厂 家才能生产；造粒装置国内则无大型装置的生产经验。 表 5―4 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 设备名称 破渣机 渣阀 煤浆泵 部分材料 煤浆加压泵 氨合成塔 高压甲铵冷凝器 高压洗涤器 造粒装置 高压喷射器 高压氨泵 高压甲铵泵 引进设备一览表（单线） 引进设备一览表（单线） 规格及型号 单位 旋转式 F=5.5t/h 台 DN350 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 数量 3 9 3 3 1 1 1 1 1 2 2 备注φ 径向 66.5m2335.3 消耗定额序号 1 2 3 4 名称及规格 原料煤 燃料煤 新鲜水 电 表 5―5 吨尿素消耗 单位 消耗定额 吨 1.15 吨 0.53 立方米 4.23 kw?h 130.77 备注5.4 设备方案5.4.1 主要设备选择1）磨煤机 根据项目用煤的可磨性指数可选择棒磨机、 球磨机或棒球合磨机。 鲁南采用国产球磨 机能耗较高。日本宇部采用自己制造的棒球合磨机，结构复杂。渭化采用美国阿利斯的棒 磨机（洛阳矿机厂制造外壳，太原重机厂制造内衬瓦块和磨棒），结构简单，能耗低。目 前洛阳矿山机械厂已研制出同渭化相似的棒磨机，内衬瓦块采用有金属骨架的橡胶衬块， 磨棒仍要采用高铬镍合金耐磨铸钢， 已成功应用在德州大化肥及二期项目， 在最近所建设 的类似项目中也有部分项目业主采购该公司产品， 此外江苏江阴亚特有限公司和沈阳矿山 机器厂也能提供类似磨煤机，因此本项目按国内供货考虑。 2）煤浆振动筛 煤浆振动筛是保证高压煤浆给料泵安全、 长周期、 稳定运行和气化炉烧嘴不堵塞损坏 的保证。 但如何选择振动筛的参数要根据煤浆的性质经过试验来确定。 渭化引进的金属丝 网煤浆振动筛不适应煤浆高黏度要求，使用中遇到麻烦，而放弃至今未投用。而德州大化 肥采用鞍山矿山机械厂的聚胺酯振动筛亦不太好用。 通过渭化和德州的经验， 是否要设置 振动筛尚需进一步与专利商探讨。 3）低压煤浆泵 低压煤浆泵宜采用双缸双作用活塞隔膜泵或曲杆泵、 软管泵。 在煤浆加压气化装置中 多采用荷兰 GEHO 泵，德国的 FELUWA 双隔膜泵也成功用在这一领域如德州大化肥项目。 国内沈阳矿机厂为鲁南研制的低压煤浆泵使用尚可。上海大隆机器厂仿造荷兰 GEHO 低压煤浆泵已通过专家鉴定， 正接受工业化考验。 由于低压煤浆泵 1 开 1 备， 操作压力低， 且有煤浆储槽与水煤浆连续气化隔离开来， 因此该泵工艺连续性要求低一些， 可采用国产 机器，在鲁南用泵基础上放大即可。此外，在我国采用水煤浆为原料的热电厂中，有采用 曲杆泵（或称单螺杆泵）作为煤浆输送泵，且国内也有成熟的制造厂，但连续运转周期尚 短， 国外的软管泵亦能应用在该领域。 因此本项目按国内国产化供货或国外引进方案考虑。 4）高压煤浆给料泵34高压煤浆给料泵与气化炉一一对应，连续运转要求特别高，多采用荷兰 GEHO 三缸单 作用活塞隔膜泵， 使介质脉动减小。 在国内外的德士古水煤浆加压气化装置中均采用荷兰 GEHO 泵。 德国的 FELUWA 双隔膜泵也可用在这一领域， 也成功应用在德州大化肥和后来的 其它煤化工项目中。 尽管国内大隆机器厂前期为鲁南研制了煤浆给料泵， 但经过工程验证 技术尚不过关，且鲁南装置用泵流量小（10 万吨氨／年配套）、压力低（4.0MPa 气化配 套）,特别是该泵与气化炉一一对应，无备用，工艺要求特别高。所以本项目仍以国外引 进考虑。 5）气化炉 造气车间主要设备有气化炉、锁渣罐和碳洗塔。气化炉是气化的关键设备，炉体分为 上部燃烧室和下部激冷室。 煤浆和氧气通过烧嘴喷入气化炉上部的燃烧室内， 生成的工艺 气体和炉渣进入下部的激冷室淬冷。 工艺气的出口在炉体中部， 炉渣由底部的出口经破碎 后排入锁渣罐，然后定期排至渣池。气化炉设计压力为 6.9MPa，钢壳内径为φ2800，高 度为 12200mm。 德士古烧嘴是专利技术，与标准气化炉配套，烧嘴在气化过程中非常关键，本装置烧 嘴拟整体由国外引进。 6）合成塔 氨合成塔采用 Topsφe-200 型径向合成塔，设备内径为 2330，高度为 21000，塔由一 个承压外壳和内部的触媒筐组成， 触媒筐是由两个催化剂床和一个位于床层中心位置的床 间换热器及底部换热器组成。承压外壳为多层包扎结构，材质拟采用低合金钢，上部与多 层包扎筒体连接的筒体端部和下部球形封头采用低合金钢锻件。 7）高压液氨泵和高压甲铵泵 我国七十年代引进的十三套大化肥装置和八十年代引进的三套大型渣油氨厂配套尿 素装置均采用往复式高压液氨泵和甲铵泵。 从中原大化肥作为标志开始引进的十几套大型 尿素装置配套的高压甲铵均为离心泵，其中有高速胜达因泵、中速多级荏原泵、中速多级 新比隆泵等；而高压液氨泵有往复式泵、有高速胜达因泵、中速多级荏原泵、中速多级新 比隆泵等。 从中原大化肥厂开始国内大型尿素装置均采用离心泵， 这是由于原立式往复高压甲铵 泵经使用证明存在许多缺点。 本项目建议采用日本荏原公司的中速多级离心泵。5.4.2 主要设备一览表35序号 一 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 二 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21合成氨装置主要设备一览表（单线） 表 5―6 合成氨装置主要设备一览表（单线） 设备名称 规格及型号 单位 造气 磨煤机 棒磨机 36t/h,650KW 台 气化炉及附件 φ P=6.9MPa 台 耐火砖 套 破渣机 旋转式 F=5.5t/h 台 渣阀 DN350 台 煤浆槽 台 碳洗塔 φ 台 煤浆给料泵 台 煤浆加压泵 台 锁渣罐循环泵 台 激冷水泵 台 灰水泵 台 洗涤塔给料泵 台 高压灰水闪蒸罐 台 沉淀槽 台 压滤机 台 净化 中变炉 φ 台 低变炉 φ 台 饱和热水塔 台 热水洗涤塔 台 变脱塔 台 变脱泵 台 热水洗涤泵 台 热水循环泵 台 变换气分离器 台 煤气水分离器 台 变换气水冷器 台 脱热水预热器 台 段间冷却器 台 煤气换热器 台 电加热器 台 煤气冷却器 台 第一水加热器 台 第二水加热器 台 增湿器 台 蒸汽喷射器 台 浮阀塔φ×63000 甲醇洗涤塔 台 t=-70/50℃ P=5.8MPa数量 2 3 3 3 9 1 3 2 3 3 3 2 3 1 1 2 1 1 1 1 1 2 2 2 1 1 1 1 1 2 2 1 1 1 2 1 1备注引进 引进引进3622 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 三 1 四 1 2 3 4二氧化碳汽提塔 硫化氢浓缩塔 甲醇/水分离塔 甲醇再生塔 原料气冷却塔 循环甲醇冷却塔 贫甲醇冷却器 1# 贫甲醇冷却器 2# 贫甲醇再冷器 贫甲醇泵 醇化塔 烷化塔 塔前换热器Ⅰ 塔前换热器Ⅱ 甲醇分离器 水分离器 气油分离器 甲醇中间槽 甲醇贮槽 水冷器 醇烃化循环气机 硫化氢锅炉 硫磺切片机 硫固化冷却器 硫磺池 硫磺泵 分离器 克劳斯反应器 罗茨鼓风机 冷凝器 酸气加热器 文丘里洗涤器 压缩 合成气压缩机 合成 循环机 氨合成塔 中压蒸汽发生器 中压蒸汽过热器浮阀塔φ×63000 t=-70/50℃ P=0.4MPa 浮阀塔φ×63000 t=-70/50℃ P=0.3MPa 筛板塔φ×63000 t=170℃ P=0.4MPa 浮阀塔φ t=120/170℃ P=0.4MPa 2 缠绕式 F=1750m 2 缠绕式 F=1550m 2 缠绕式 F=120m 缠绕式 F=2520m2 缠绕式 F=500m2 3 离心式 Q=290m /h台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台1 1 1 1 1 1 1 1 1 2+1 1 1 1 1 1 1 1 1 2 2 1 1 1 1 1 2 1 1 2 1 2 2 1 1 1 1 1往复式 F=3200Nm3/h F=95m2，t=190℃,P=0.8MPa Q=800kg/ht=30/55℃,P=5.0/14.5MPa 往复式 F=3200Nm /h φ3引进375 6 7 8 9热交换器 氨冷器 液氨储罐 氨压缩机（盐水） 氨压缩机（冷水）台 台 台 台 台1 2 1 2 2序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35表 5―7 尿素装置主要设备一览表（单线） 尿素装置主要设备一览表（单线） 设备名称 规格及型号 单位 吸收塔 φ650/φ 台 精馏塔 φ 台 低压吸收塔 φ 台 第一解吸塔 φ 台 第二解吸塔 φ 台 水解塔 φ 台 CO2 换热器 台 汽提塔 φ2300 台 高压甲铵冷凝器 台 2 高压洗涤器 66.5m 台 高洗器冷却器 台 低洗器冷却器 台 循环加热器 台 低压甲铵冷凝器 台 循环水冷却器 台 一段真空蒸发器 台 二段真空蒸发器 台 废水冷却器 台 解吸塔预热器 台 水解塔预热器 台 回流冷凝器 台 蒸汽冷凝器 台 造粒塔 φ21000 台 造粒喷头 台 高压喷射器 台 转化器 φ1500 台 合成塔 φ 台 CO2 压缩机和缓冲罐 台 精制塔分离器 台 闪蒸槽 台 一段蒸发分离器 台 二段蒸发分离器 台 低压甲铵冷凝器液位槽 台 尿液槽 台 缓冲槽 台数量 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 3 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1备注引进 引进引进 引进3836 37 38 39 40 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64氨水贮槽 回流冷凝器液位槽 蒸汽凝液槽 锅炉给水收集槽 低压蒸汽包 高压蒸汽饱和器 中压蒸汽饱和器 CO2 压缩机 高压氨泵 排放液槽泵 高压洗涤器循环水泵 高压甲铵泵 尿液泵 低压甲铵冷凝器循环水泵 熔融尿素泵 解吸塔给料泵 吸收塔给料泵 工艺冷凝液泵 水解塔给料泵 回流泵 回流冷凝器循环水泵 冷凝液泵 蒸汽冷凝液泵 高压冲洗水泵 注入泵 锅炉给水泵 工艺冷凝液泵 钝化空气风机 造粒塔风机台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台1 1 1 1 1 1 1 1 2 1 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 2 1 2 2 2 1 1引进引进序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10空分装置主要设备一览表（单线） 表 5―8 空分装置主要设备一览表（单线） 设备名称 规格及型号 单位 数量 空压机/增压机 蒸汽透平 台 1 氮压机 蒸汽透平 台 1 空冷塔 套 1 套 纯化系统 1 透平膨胀机组 台 2 分馏塔 台 1 液氧泵 台 2 液氮泵 台 2 制氩系统 套 1 液氩泵 台 2备注395.5 自控技术方案5.5.1 自动控制水平和主要方案合成氨、 尿素装置是以煤为原料的技术先进的现代化大型化肥装置， 借鉴我国第一套 国产化德州大化肥的成功经验和特性， 按照工艺过程控制水平和有关技术要求， 合成氨和 尿素两大主装置、空分装置、锅炉房等工程采用集散控制系统（DCS），在中央控制室对 整个生产过程进行监视和集中控制。 所选用的 DCS 系统是整个工厂管理和控制系统的关键环节， 现场仪表检测所得的各种 参数通过现场监视和控制站的连接到总线上， 重要的实时数据可通过网络接口连接到工厂 的数据管理网上。 全厂紧急停车系统将由独立于 DCS 的（ESD）来完成。紧急停车系统（ESD）应选用当 今世界先进而可靠的三重化可编程逻辑控制器（PLC）来承担，带有 CRT 的编程器，且编 程器的语言程序有开放性， 可在线离线编程下装。 系统能区分第一事故， 并发出声光报警。 对于可能引起装置正常操作的中断或可能危及人身和设备安全运行的参数输入此系 统中， 经过逻辑判断， 采取有效的安全措施或分步有序地将装置的部分甚至整个装置安全 停车。系统具有事故追忆功能，发生故障后自动高速记忆事故前后数据现场，并可按事件 顺序打印出来，以便提供事故分析原因。 主要和重要的参数集中到中央控制室由 DCS 系统显示和控制。 不重要的参数可采用就 地指示。 必须在现场操作和监视的大型机组或设备， 则应在机组或设备附近的现场安装仪 表或就地操作盘。 DCS 系统以微处理机为基础，进行分散控制，集中监视及管理。系统硬件的冗余配置 以及自诊断功能，进一步提高了系统的可靠性。DCS 以灵活的组态方式，将人-机界面的 随意性变成现实，具有实时打印和按工艺操作要求编制的报表周期打印功能。 DCS 系统采用先进的过程自动化控制技术手段， 既能完成数据的采集与处理 PID 控制、 批量控制、逻辑控制，又客观上提供了对企业进行高级管理的可能。与 PC 机相连，可以 进行多变量相关控制以及优化控制，操作员和管理者随时进行信息交换。 DCS 系统组态灵活，可方便实现多种复杂回路和各种画面的编制，如总貌画面、分组 画面、调整画面、趋势记录画面，报警一览画面和各种报表。仪表选型 5.5.2 仪表选型1）DCS 选型原则 DCS 控制系统选用国际著名厂商的产品。这些产品在类似装置中有良好的使用业绩， 配置较完善的能源消耗、 产品计量等的检测仪表。 对界区内有毒有害及易燃易爆场所设置 必要的安全检测系统， 并将检测信号引入装置控制室进行监测。 现场仪表优选国内引进生40产线、合资厂、独资厂能满足性能要求的产品；重要仪表和调节阀采用进口产品。在易爆 区域安装的仪表，优先采取本安防爆措施，当无法实现本安防爆时，采用隔爆型防爆。现 场仪表为全天候型，现场仪表所选材料适合工艺介质要求。 2）温度仪表 就地温度指示仪表选用防护抽芯式双金属温度计， 集中检测和控制用测温元件一般采 用热电偶，温度较低的采用热电阻。 3）压力仪表 就地指示压力仪表，根据不同工况选用“波登管”、膜盒压力表或差压表；对于易发 生堵塞及强腐蚀性场合选用隔膜压力表。集中压力检测采用压力变送器，对于腐蚀、高粘 度场合，采用法兰远传压力变送器。 4）流量仪表 流量测量一般选用法兰取压同心锐孔板， 根据不同工况也可采用均速管或相当形式的 流量计进行流量测量；电磁流量计用于液体流量测量；涡街流量计用于蒸汽流量测量；对 于小口径流量测量采用转子流量计。 5）物位仪表 集中液位测量一般选用差压式液位变送器， 对腐蚀的介质采用隔膜密封型， 界位测量 采用电动外浮筒式变送器； 储罐的液位测量可采用雷达式液位计； 高压设备液位测量采用 核辐射液位计。 6）成分分析仪表 根据工艺要求采用不同类型的分析仪表对工艺介质进行连续分析检验。 工业色谱仪用 于对工艺介质进行全组分分析； 水质分析仪用于对循环水和污水进行水质分析； 可燃气体 报警器和有毒气体报警器对生产装置进行环境监测，以确保生产装置和操作人员的安全。 7）控制阀 控制阀主要选择单、 双座柱塞阀或套简阀。 工艺过程发生故障时需要紧急打开或关闭 阀门的场合，选用配有电磁阀的快速切断阀。控制阀阀体材质与管道材质相符或更高，阀 内件材质根据介质情况确定。 执行机构一般采用气动薄膜式， 快速切断阀和旋塞阀采用气 动活塞式执行机构。5.5.3 仪表动力供应仪表电源为 220VAC±10％ ，50HZ±1HZ，来自电气系统。控制室设置不间断电源 （UPS），蓄电池候备时间为 30 分钟。 作为仪表气源的仪表空气，露点应比工作环境历史极端最低温度至少低 10℃。含尘 粒径不应大于 3μm ，其油份合量应控制在 8μg/g 以下。仪表气源引自空压站，压力为 0.7MPa 表压）。415.6 工程方案 }