搬迁改造项目工程分析.docx
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搬迁改造项目工程分析
搬迁改造项目工程分析
3.1项目概况
3.1.1项目名称、性质和建设单位、地点
项目名称：
***公司搬迁改造项目
建设单位：
***公司
建设性质：
搬迁改造
项目建设地点：
福州市江阴工业集中区，厂区地理位置见图3.1-1、图3.1-2。
3.1.2建设规模及产品方案
根据规划要求，项目本次搬迁改造规划建设的生产装置规模如下表3.1.1，产品方案见表3.1.2。
表3.1.1生产装置规模一览表
序号
工艺装置名称
单位
原有规模
搬迁改造后规模
备注
1
合成氨装置
万吨/年
8.7（合成氨）
20（合成氨）
5.3（副产甲醇）
主装置
2
联碱
装置
纯碱装置
万吨/年
19
20（低盐重质纯碱）
20（纯碱（轻灰））
主装置
氯化铵装置
万吨/年
20
40.8（农用氯化铵）
2（工业氯化铵）
3
小苏打装置
万吨/年
/
2
4
食品NH4HCO3装置
万吨/年
1
2
5
工业氨水装置
万吨/年
0.5
1
本报告设定生产装置年操作时数为8000小时。
表3.1.2产品方案一览表
序
号
产品名称
单位
最终数量
质量标准名称与标准号
质量等级
备注
1
液氨
万吨/年
5.72
《液体无水氨》GB536-88
优等品
主产品
2
低盐重质纯碱
万吨/年
20
《工业碳酸钠及其试验方法》GB210.1-2004
Ⅰ类优等品
主产品
3
纯碱（轻灰）
万吨/年
20
《工业碳酸钠及其试验方法》GB210.1-2004
Ⅱ类优等品
主产品
4
农用氯化铵
万吨/年
40.8
《氯化铵》GB2946-92
合格品
主产品
5
工业氯化铵
万吨/年
2
《氯化铵》GB2946-92
优等品
主产品
6
小苏打
万吨/年
2
《碳酸氢钠》GB1887-1998
食品级
主产品
7
甲醇
万吨/年
5.3
《工业甲醇》GB338-2004
优等品
副产品
8
食品NH4HCO3
万吨/年
2
《碳酸氢铵（食品）》GB1888-1998
优等品
副产品
9
20%工业氨水
万吨/年
1
《工业氨水》GB631-77
合格品
副产品
3.1.3项目组成
根据规划要求，本项目实施的建设内容见下表3.1.4。
表3.1.4本项目组成一览表
序号
装置名称
装置组成
一
工艺生产装置
1
合成氨装置
含：
型煤制备、煤气化、脱硫、变换、脱碳、精脱硫、压缩、醇烃化、甲醇精馏、甲醇罐区、氨合成、提氢、冷冻、氨库、主控楼
2
联碱
装置
纯碱装置
含：
压缩、碳化、滤过、煅烧、凉碱、低盐重灰、桶区、淡液蒸馏、热水站、主控楼
氯化氨装置
含：
冰机、结晶、洗涤、分离、干燥、粗铵泵房、桶区、工铵
3
小苏打装置
含：
碳化、分离、干燥
4
食品NH4HCO3装置
含：
碳化、分离、洗涤、干燥、包装
5
工业氨水装置
含：
吸收、氨水库
二
公用工程
6
水处理
含：
循环冷却水站、给水加压站、除盐水站、污水处理站、水消防设施
7
热电站
建设2台130t/h锅炉，配1台25MW双抽凝汽式汽轮发电机组。
8
厂区总图运输
9
厂区供配电设施
含：
变电站、供、配电设施
10
厂区给排水管网
11
厂区外管
12
厂区通信
13
厂外工程
含：
送电工程、专线铁路等
14
中央化验室
15
全厂综合楼
含：
集团机关部室等
16
生活设施
含：
食堂、浴室、厕所等
三
辅助生产设施
17
固体贮运设施
含：
煤棚、各类固体运输设施，碱、农肥、食铵、小苏打的包装及成品库等
18
维修设施
含：
机修车间、电仪修车间
19
辅助材料贮存设施
含：
备品库、备件库
四
环保工程
20
三废混燃炉
建设2台35t/h余热锅炉
21
污水处理站
22
锅炉烟气除尘、脱硫
23
其它
3.1.4主要工艺技术及先进性分析
本搬迁改造项目拟采用的主要工艺技术方法见表3.1.5。
表3.1.5本搬迁改造项目搬迁前后采用主要工艺技术方法
工段
原有工艺
搬迁改造后工艺
备注
合
成
氨
主
要
工
序
型煤
石灰碳化煤球
煤棒
造气
常压型煤固定床半水煤气发生炉
常压型煤固定床半水煤气发生炉
脱硫
DDS
栲胶脱硫工艺
变换
中串低CO变换
Co-Mo系全低变CO变换
脱碳
丙碳脱碳
变换气直接送至纯碱碳化装置脱碳
精炼
铜洗工艺
醇烃化工艺
合成
高温高压媒触合成
高温高压媒触合成
联碱
装置
碳化工序
脱碳气联合制碱法
变换气联合制碱法
公用
工程
自备热电厂
1台35t/h和1台15t/h循环流化床锅炉；2台10t/h沸腾炉；无自备发热电机组。
2台130t/h循环流化床锅炉，配1台25MW双抽凝汽式汽轮发电机组。
3.1.4.1合成氨生产工艺技术
油、气、煤是生产合成气的三大主要原料，由于不同国家和地区资源条件的差异，不同时期原料供应和价格的变化，合成气的原料路线也随之改变。
我国由于煤炭多、气少、缺油的能源结构及其他原因，使以煤为原料建设合成气装置成为一种主要发展方向，本项目合成气配套装置所需原料以煤为原料。
（1）煤气化
在以煤为原料生产合成氨的工艺中，煤的处理及气化部分所占总投资比例较高，因而选择合适可靠的煤气化工艺对项目影响较大。
工业上以煤为原料生产煤气已有百余年历史，煤气化工艺已从第一代常压煤气化工艺发展到第二代加压气化。
现在比较先进的第二代煤气化工艺技术主要有：
荷兰壳牌公司的SCGP粉煤加压气化工艺、德国未来能源公司的GSP粉煤加压气化工艺、美国德士古公司的水煤浆加压气化工艺、美国Dynegy公司的Destec加压气化工艺、德国鲁奇公司的鲁奇碎煤加压气化工艺等。
以上气化技术虽然技术先进，却也有技术复杂及关键设备需要引进，投资大的缺点，建厂周期长，本工程不考虑以上技术。
国内中小型企业常用的几种煤气化技术中，常压固定床气化技术成熟且投资少，二十世纪六十年代以来，一直是我国中、小氮肥企业煤制气的主要方法。
这种方法要用无烟块煤或焦炭为原料。
国内可以用于工业生产的烟煤气化工艺技术是灰熔聚流化床粉煤气化技术和恩德炉粉煤气化技术。
恩德炉要求使用活性高的褐煤、长焰煤、气煤作原料，对挥发份低于20%的瘦煤、贫煤和挥发份低于10%的无烟煤则不适用。
灰熔聚流化床粉煤气化技术，由陕西联合煤气化工程技术有限公司开发，该技术原料煤消耗较高。
根据以上煤气化工艺的分析，能够选用的煤气化工艺不多，根据耀隆公司实际情况，对技术扬长避短，选用型煤固定床气化工艺。
该工艺在传统工艺基础上采取以下改进措施：
采用吹风气回收和吹风气脱硫技术，副产蒸汽和消除污染；造气炉渣回烧和供循环流化床锅炉利用；采用自动加煤、蒸汽优化等先进技术；积极开发富氧连续气化工艺，提高气化效率，本项目留有空分和煤气化装置改造预留场地。
（2）半水煤气脱硫
目前国内脱硫方法较多，但脱高硫均采用湿式氧化法，该工艺适用于不同的催化剂。
催化剂有：
栲胶、888、DDS、ADA、MSQ、KCA等。
本项目推荐栲胶脱硫剂，采用Na2CO3水溶液作为吸收剂，三级脱硫。
栲胶脱硫剂具有成熟、可靠、脱硫效率高、活性稳定、价廉易得、无毒、无腐蚀、不堵塔等优点。
脱硫液再生采用自吸空气氧化再生，该法具有氧化性强、能耗低、再生效果好、操作方便等特点。
硫磺回收采用连续熔硫工艺回收硫磺，该工艺操作简单、无污染。
（3）一氧化碳变换
目前我国CO变换工艺主要有两种，一种为中串低变换，另一种为全低变。
所谓中串低就是第一段采用Fe-Cr等变换催化剂，其余各段采用Co-Mo系催化剂。
这种工艺充分利用了中变催化剂的抗毒性能强，低变催化剂具有很好的低温活性的特点，将它们很好的组合在一起，达到催化剂使用寿命长、降低能耗的目的。
全低变即整个变换炉全部采用Co-Mo系变换催化剂，Co-Mo系低变催化剂具有极强的耐硫性及很好的低温活性。
其操作温度比中变催化剂降低100℃以下（平均值），故蒸汽用量很低，节能效果好。
由于操作温度低，对设备、管道、法门等的使用条件大大改善，同样规格的设备、管道其生产能力可大幅度提高，或者说在同样规模的生产能力下，设备、管道直径有较小的缩小，从而降低了投资费用。
根据上述各工艺的特点，考虑到投资、节能、技术成熟性等，本设计拟采用Co-Mo系全低变CO变换工艺。
（4）变换气脱碳
工业生产中脱除CO2的方法分为干法和湿法。
干法有变压吸附和膜分离。
湿法脱碳按脱碳液的吸收和再生性质分为物理吸收法、化学吸收法和物理化学吸收法。
由于本装置合成氨是与联碱装置配套生产，可采用变换气制碱，即将变换气送至联碱装置的碳化工序脱除二氧化碳，由于联碱装置能力不能处理全部变换气，多余的变换气采用脱碳方式。
本设计选用变压吸附法脱碳。
（5）精脱硫工艺
湿法脱硫一般只能脱除H2S，只用于煤气粗脱硫。
而精脱硫都采用干法脱硫。
干法脱硫有活性炭、氧化铁、氧化锌等，而这些脱硫剂只能脱除H2S，故在脱有机硫时，应先将COS、CS2等有机硫转化为H2S，而后再加以脱除。
一般采用水解催化剂将COS、CS2水解，其水解反应式为：
COS+H2O→H2S+CO2
CS2+2H20→2H2S+CO2
水解催化剂有常温、中温、高温之分。
对于变换后气体，因COS、CS2很少，特别是CS2很少，故水解催化剂主要用来水解COS。
中变、高温水解由于要消耗较多的热量，且需高温热源，如果不是CS2特别高而不采用。
本设计采用常温水解工艺。
水解催化剂、精脱硫剂采用湖北化学研究所的产品及工艺技术。
（6）气体精制技术
在合成氨工业中所谓气体精制是指除去原料气中的各种杂质，使之达到氨合成所要求的气体标准。
它包括去除净化后合成气体少量CO、CO2的精制等等。
CO、CO2的精制的工艺很多，如醋酸铜氨溶液精制工艺、甲烷化工艺、低温甲醇洗工艺、液氮洗涤工艺、双甲（或醇烃化）工艺等等，各种精制工艺各有其特点及适合的应用范围。
①铜洗：
醋酸铜氨溶液气体精制工艺习惯上简称铜洗，该精制工艺是我国中、小氮肥厂普遍采用的气体精制工艺。
该技术的缺点在于工艺流程复杂，操作管理麻烦。
气体净化度低，部颁标准要求净化气中CO+CO2<25PPm，实际上不少厂超过此指标。
铜洗工艺易出事故，一旦出现事故常常影响生产时间较长，该工艺对环境污染大，生产中对贵重的金属铜的消耗，资源浪费大，目前正逐渐被其它工艺所取代。
②甲烷化精制工艺：
甲烷化精制工艺的特点在于工艺简单，操作管理容易，工艺自动化水平高，生产稳定，气体净化度高，经精制后的气体中CO+CO2＜10PPm。
该工艺对环境无污染。
其缺点是CO、CO2生成CH4需消耗H2气，由于精制气中CH4增加，加大了合成系统放空量。
近年来不少氮肥厂在合成系统增加H2回收装置，可使气体中H2回收率达到90%以上。
这样大大提高了甲烷化精制工艺的竞争能力。
③低温甲醇洗精制工艺：
此工艺是利用在低温下甲醇对CO、CO2、硫化物有很强的溶解能力，达到净化CO、CO2的目的。
低温甲醇洗精制工艺的操作温度为－40～－50℃，由于温度低，压力高，对设备、管道等材质要求高，由于需回收冷量工艺流程复杂，且该技术需向国外购买专利，投资大。
除大规模装置外，对规模较小的氨厂投资难以承受。
④液氮洗气体精制工艺：
液氮洗气体精制工艺，是利用氮在低温、高压下对气体的不同溶解度，来达到气体净化的目的。
由于液氮洗温度很低，且压力高，对设备，管道等材质要求特别高，装置投资大，技术要求高，国内除个别大化肥从国外引进技术外，均不采用此精制工艺。
⑤醇烃化气体精制工艺：
双甲气体精制工艺，即甲醇串甲烷化气体净化工艺，目前已进一步发展成为醇烃化工艺。
此工艺与前者不同之处在于将甲烷化塔改为制烃塔，气体在制烃塔内CO、CO2不生成CH4，而生成多碳的烃化物，由于多碳烃化物沸点高，较易从气体中分离出来，以达到减少氨合成系统放空的目的。
烃化物分离后可作燃料之用。
双甲气体精制的特点在于：
变换气中CO可控制在较高含量范围，有利于降低变换工段的蒸汽消耗；副产粗甲醇质量高，更换催化剂，生成醇醚化物可作燃料。
便于管理，可实现智能化、自动化全生产过程；无污染物质排放。
综上所述本设计拟选用醇烃化精制工艺。
3.1.4.2工业氨水工艺技术
一般工业氨水是由氨和水混合而成，本项目氨采用自产的合成氨。
其氨水的混合有两种方法，即喷射吸氨和吸收塔吸氨法。
本装置采用喷射吸氨法，此法具有操作稳定，投资少的优点。
3.1.4.3食品碳酸氢铵工艺技术
食品碳酸氢铵生产的主要过程是氨水碳化。
根据碳化过程压力的高低，分为常压碳化和加压碳化流程；又根据系统中气体走向不同分为串联、并联及并联串联相结合的三种碳化流程。
常压碳化为常压变换气压力为0.4MPa送入碳化系统，出碳化系统压力降低为常压进入压缩机一段入口。
加压碳化为出变换工段的变换气不经压缩机压缩直接进入碳化工段。
碳化压力一般在0.6MPa--1.3MPa。
出碳化工段的原料气再进入压缩机入口。
目前，加压碳化流程氨耗低，动力省，已完全取代常压碳化流程。
并联碳化流程的优点是气体阻力小，倒塔操作简单方便。
缺点是，预碳化塔的气量太小，鼓动作用小，塔内疤块有时不易清洗干净。
两并一串联碳化流程，倒塔时原料气成份波动小，易于控制，但两主碳化塔相互影响大，易造成气体分配不均，出塔气二氧化碳含量波动大。
不过，只要操作人员及时了解两塔的气量和液位，并能及时精心调节两塔的进气阀门，还是可以做到两塔进气均匀的。
为扩大碳化系统生产能力采用两并一串联碳化流程更具有突出的优越性。
因为只需增加一台原规格的碳化塔，碳化系统的生产能力即可提高一倍，而不必新增两台更大的碳化塔，可大大节省投资。
本项目由于生产能力不大，年生产能力为食品碳酸氢铵20000吨。
综合投资和操作因素，选用串联碳化流程。
3.1.4.4制碱装置工艺技术
（1）制碱工艺
在我国，纯碱生产除了有天然碱资源的个别地区而外，其生产工艺主要有三种：
氨碱法、联合制碱法和变换气制碱法。
氨碱法：
氨碱法以食盐、石灰石为原料，借助氨的媒介作用，经石灰石煅烧，盐水精制吸氨、碳酸化、碳酸氢钠过滤、煅烧、母液蒸馏等工序制得纯碱，氯化铵母液蒸馏回收氨以循环使用。
但该法存在了两个难以克服的缺点：
其一是氯化钠的转化率低氯化钠总利用率还不到30%。
其二是废液的处理问题，每生产1吨纯碱约有10m3左右的废液排出难以处理。
因此氨碱法生产纯碱的成本高。
联合制碱法：
针对氨碱法存在的缺点，长期以来国内外的科学工作者不遗余力地寻找合理的解决办法。
一种比较理想的方法是氨碱两大工业联合生产，以氯化钠、合成氨及生产合成氨的副产物二氧化碳为原料，同时生产纯碱和氯化铵两种产品。
这种生产方法被称为“联合法生产纯碱和氯化铵”或联合制碱法。
我国于1952年建设了联合制碱试验车间，1961年建成了大型联合制碱车间，1964年通过了国家鉴定。
联合制碱法的出现，打破了氨碱法的传统技术，解决了氨碱法难以克服的需石灰煅烧等问题、碱渣处理等环保问题。
为制碱工业的发展开辟了新的途径，成为世界上工业制碱的重要方法。
变换气制碱法：
该法是变换气直接碳酸化制取碳酸氢钠的新工艺。
合成氨工艺气体经粗脱硫、变换、变换气脱硫等工段后，其所含二氧化碳需脱除，物理脱碳法中的高压水洗法动力消耗大，氢损失也大，CO2回收率很低，仅45％，不能满足制碱的要求。
化学法脱碳则需专门的脱碳装置，并消耗一定的能量和化学溶剂。
使脱碳的成本提高。
为此，可研报告拟采用我国首创的技术——变换气制碱技术。
通过变换气直接碳酸化，制取碳酸氢钠，并脱除了变换气中的二氧化碳。
即是将合成氨装置的变换气，送至联碱装置的碳酸化塔，在其中脱除变换气中的二氧化碳，同时又进行了联碱的碳酸化过程（制取重碱），脱除二氧化碳后的气体送回合成氨系统。
这样，联碱法的生产，不仅利用了合成氨生产中的NH3和CO2，用以制取纯碱和氯化铵，而且联碱装置的碳酸化工序也是合成氨装置的脱碳工序，二者合而为一，从而使合成氨和纯碱、氯化铵生产实现了“真正”的联合的同时，使合成氨和联碱的工艺流程大为简化。
综上所述，本项目可研拟采用变换气制碱法。
（2）联碱原料路线确定
①盐是制碱装置的主要原料，由于盐的来源不同，原盐的质量各不相同，但均含有钙、镁、泥沙等杂质，若不精制，直接加入氯化氨结晶槽，将会引起下列不良后果：
系统中钙镁杂质增加，母液浊度大，引起氯化铵及重碱结晶变细，不利于分离、煅烧、干燥及包装等工序的操作；原盐粒度大、杂质多，较难溶解。
影响氯化铵产量和质量；部分杂质沉附于管道和器壁上，缩小了有效空间，降低了设备的生产能力；氨母液Ⅱ泥增多，氨、盐损失增大，处理困难。
因此，若是采用原盐作为原料，在它进入氯化铵工序之前，必须设置原盐精制工序，但是，设置了原盐精制工序，将使整个制碱工艺变得冗长。
装置占地将增加，同时盐卤水处理这一环保问题的解决也比较困难，综上所述，本装置选用精制过的洗盐，粒度符合要求的优质洗盐作为联碱装置的原料。
本项目选用的海盐的规格如下：
组成
NaCl
Ca2+
Mg2+
SO42-
粒度（大于20目）
含量％
≥90.0
≤0.08
≤0.07
≤0.1
≤3
②CO2是制碱装置的另一主要原料。
本装置采用变换气制碱法，直接利用变换气作为碳酸气用以制碱。
这样既简化了合成氨的净化流程，又提高了CO2的利用率，使本装置的原料CO2的供应有可靠的保证。
合成氨所供应的变换气的规格如下：
组成
CO
H2
CO2
CH4+Ar
N2
H2S
含量％
1.15
52.08
29.48
0.62
16.67
≤50mg/nm3
③NH3是制碱装置的主要原料。
本装置使用本工程自产的NH3，其规格符合国标GB536-88优等品指标的要求。
3.1.4.5工业氯化铵工艺
工业氯化铵生产方法一般有下述四种：
①水洗农业氯化铵离心脱水、干燥即得产品。
②用联合制碱冷析结晶器析出的氯化铵，因含杂质少，经离心分离、洗涤、干燥达到规格要求，即可包装出售；如质量要求严格，则应进行重结晶得到合格产品。
③用盐酸和氨中和制造氯化铵。
事先制成饱和氯化铵溶液，然后再饱和溶液中通氨，并加入HCL中和，生成NH4CL悬浆液，增稠后，离心脱水，洗涤、干燥即得产品。
④用工业硫铵与含盐混合物溶液进行复分解反应制造氯化铵。
本项目工业氯化铵工序采用武汉江汉化工设计有限公司研制的利用冷氨液循环洗涤生产工业氯化铵的方法。
该方法工艺简单、投资少、见效快、安全环保，可作为联碱企业发展精铵产品的首选方法。
3.1.4.6小苏打工艺技术
生产小苏打的工艺流程，可分为两部分：
碳酸钠溶液制备和碳化及其他工序。
碳酸钠溶液通常可用轻质纯碱溶解、天然碱溶解、重碱湿分解以及炉气碱粉回收四种方法。
对于大、中型纯碱厂附设小苏打车间，一般采用重碱湿分解和回收炉气碱粉两种方法。
热碱回收炉气碱粉生产小苏打的流程，可以回收纯碱生产中煅烧炉气带出的碱尘，回收量占纯碱产量的0.8%左右；减少小苏打生产的化碱工序，还可节约小苏打生产的纯碱运输费、化碱蒸汽、化碱人工费等费用，并且可以降低炉气冷凝液和洗涤液的氨含量，有较显著的经济效益。
本项目采用回收炉气碱粉方法。
3.1.5总图布置方案
（1）总平面布置
厂区总平面布置根据厂区的生产流程及各组成部分的生产特点和火灾危险性，结合地形、风向等条件，按功能分区集中布置，总平面布置方案详见总平面布置图3.1-2。
总平面布置叙述如下：
本项目总用地面积720724m2（含二期扩建预留用地），地块呈倒“枫叶”状。
按照平面布置原则和生产性质，本设计厂区划分为二个区域，即生产区和厂前区，其中：
生产区设于厂区中部及西南面：
生产区中部为公用工程、合成氨装置区及预留用地；西北面为联碱及相关联的产品工程装置区。
考虑到专线铁路可能会从厂区西北面接入厂区，所以，固体进、出量大的装置主要集中在西面；消防站设于厂区中部，为的是缩短到达可能的事故现场的平均距离；为了便于与外线连接，变电所设于厂区东北面。
厂前区设于厂区东北部：
主要设置厂部综合楼，宿舍、中心化验室以及部分辅助设施，目的在于保证厂前区有一个安静、卫生的环境。
厂区在生产区和厂前区设置东、西、西南三个对外出入口，其中，东大门及厂内干道贯穿生产区和厂前区，为人流主出入口；西大门和西北大门为生产区物流出入口。
以上安排能够满足厂区货流、人流进出、人员疏散和消防作业的需要。
竖向设计：
本项目厂址将是完成土地平整的平坦地面，因而竖向设计采用平坡式布置方式，厂区内场地设计标高根据规划初平标高、周边道路标高综合确定，以满足装置布置、厂内外管线联系、道路衔接和场地排水要求，保证地面雨水能顺利排出，减少能耗。
雨排水方案采用明沟盖板排水方式，场地雨水汇集与排放方式与工业集中区的要求相适应。
鉴于地形条件，为避免厂区渍水，厂区竖向采用平坡式布置，地面按0.3%向四周平坡，保证厂区地面整体高于界外规划大道路面。
厂区内场地雨水排放采用明沟方式，将雨水集中排至厂区西南角或东北角，一并排至厂外。
道路设计：
本项目厂区内道路由主干道和生产区连接道路组成，主干道宽12米，通过东、西、西北大门与厂区外市政规划道路连接，为厂区货流、人流进出的主要通道。
生产区连接道路宽6.5米，为货运、检修、人员疏散和消防作业通道。
厂区道路及地坪面积约225922m2。
绿化设计：
厂区绿化的目的是防尘、防噪、保护环境、美化环境。
根据化工企业的特点，厂区的绿化以植草坪为主，适当种植一些含水分高且不易造成有毒有害气体积存的植物，植物栽植疏密相间。
草种、树种采用本地常用的品种，以便于购买和存活。
本设计厂区绿化系数约34.16%。
（2）厂区总图主要技术指标
厂区总图主要技术指标见表3.1.6。
表3.1.6厂区总图主要技术指标表
序号
项目
单位
数量
备注
1
厂区占地面积
m2
720724
含二期扩建预留用地
2
建、构筑物占地面积
m2
138358
3
建、构筑物建筑面积
m2
174003
4
道路及地坪占地面积
m2
171764
5
绿化面积
m2
246218
6
围墙长度
m
3720
7
建筑系数
%
43.03
8
绿化系数
%
34.16
3.1.6主要原辅材料消耗
3.1.6.1工艺生产装置原辅材料、燃料和动力消耗定额
工艺生产装置原辅材料、燃料和动力消耗定额见表3.1.7～3.1.12。
表3.1.7合成氨消耗定额（以吨氨计）
序号
名称/规格
单位
消耗量
备注
1
原料煤（白煤）
kg
1800
2
冷却水
435
3
新鲜水
11
4
蒸汽158℃，0.6MPa（绝）
t
2.3
5
软水
t
0.12
6
电
kWh
1000
7
回收燃料气
（标）
142
8
栲胶脱硫剂
kg
0.1
9
纯碱，总碱量≥99％（以Na2CO3计）
kg
8.0
10
五氧化二钒
kg
0.1
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