1、煤制天然气等气化炉及下游系列产品生产装置项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月煤制天然气等气化炉及下游系列产品生产装置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62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101.1 概述101.2 项目建设的目的和意义111.3 项目建设和发展规划121.4 项目2、建设范围121.5 研究结论和建议122 市场预测152.1 天然气概述152.2国外市场分析与预测152.3 国内市场分析与预测163 生产规模及产品方案193.1 生产规模和操作制度193.2 产品方案194工艺技术方案204.1空分装置214.2煤气化装置224.3 一氧化碳变换装置254.4酸性气体脱除装置264.5甲烷化装置284.6酚、氨回收装置294.7焦油、石脑油回收装置304.8硫回收装置304.9天然气贮存和压缩装置315 设备方案325.1 概述325.2 设计依据325.3 设计标准、规范325.4非标设备主要设计原则335.5 关键设备设计、材料的选择原则346自控方3、案376.1 概述376.2控制方式376.3 安全和保护措施396.4 仪表选型原则396.5 动力供应407 原燃料、辅料及动力供应417.1 原料和燃料供应417.2 辅助材料供应417.3 水电汽供应428 建厂条件和厂址选择438.1 建厂条件438.2 厂址选择459节 能469.1 节能原则469.2节能新工艺、新技术4610 环境保护4710.1厂址与区域环境现状4710.2工程执行的标准4710.3主要污染源和污染物4810.4 环境保护与综合利用措施4810.5环境监测与环境管理5011 职业安全与劳动卫生5111.1标准规范5111.2职业安全卫生的危害因素5211.3设4、计中采取的安全防范措施5411.4劳动安全卫生机构设置及人员配备情况5512劳动定员5612.1 工厂管理体制5612.2 全厂定员5612.3 人员来源和培训5613 项目实施计划5813.1 项目建设周期的规划5813.2 项目实施进度规划5814 投资估算6014.1 工程概况6014.2 投资估算6014.3 编制依据6014.4 估算指标6014.5 工程税费说明6015 财务评价6115.1. 基础数据6115.2. 财务分析6215.3 敏感性分析6315.4. 结论631 总 论1.1 概述 项目名称和主办单位项目名称：xx（国际）投资控股集团煤制天然气项目建设地址：内蒙古自治5、区呼伦贝尔市主办单位：xx（国际）投资控股集团有限公司企业性质：股份制企业法人代表：xx公司地址：北京市xx区xx北路2号xx大厦27层电 话：传 真：邮 编： 可行性研究报告编制原则（1） 严格贯彻执行国家有关基本建设的一系列方针政策，使项目做到切合实际、技术先进、经济合理、安全实用。（2）本项目将充分利用项目所在地的自然资源。采取切实可行的技术措施，节约用水，减少浪费。（3）严格执行国家及有关部委、当地政府颁布的有关法令法规及标准规范，贯彻落实国家环保及安全卫生的有关政策法规，做到工程建设、环境保护和安全卫生“三同时”。 主办单位概况xx(国际)投资控股集团有限公司是从事替代能源研发、生产6、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。xx集团目前下设xx（国际）投资控股河北石油化工有限公司和xx（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xx集团河北石油化工有限公司（下称xx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。xx集团北京石油化工有限公司正在进行年产200万吨醇醚燃料项目的建设。 2008年，集团为不断扩大生产规模和市场占有率，全面提7、高企业的综合竞争力，还将在天津、浙江、陕西选择具备航运码头、铁路专用线等物流条件的项目建设地点，再筹建3个石油化工公司，从事甲醇汽油的生产销售，同时经营汽、柴油。 1.2 项目建设的目的和意义(1)发展煤制天然气可缓解石油供应压力、促进国家能源安全我国基础能源格局的特点是“富煤贫油少气”，长期以来煤炭在我国能源结构中一直占有绝对主导地位。目前我国查明煤炭储量为1.3万亿吨，预测煤炭总资源量为5.57万亿吨在我国一次能源的生产和消费总量中占有率分别为76%和69%。随着我国国民经济的快速发展，对能源的需求量将不断提高，而我国“富煤贫油少气”的能源结构特点决定了煤炭资源将在未来很长一段时期内继续作8、为能源主体被开发和利用。天然气在工业、民用和交通运输燃料方面与石油具有较好的可替代性。据测算，如果在出租车和公交车行业用天然气替代汽油，以每辆车年均行使5万公里计算，改装100万辆车每年可替代油品1 000万吨。燃料油是目前我国除原油以外进口量最大的石油产品，2006年，我国燃料油表观消费量4 802万吨，净进口2 874万吨，如果40%的工业燃料油用天然气替代，则可替代燃料油1 920万吨。以气代油可有效减轻远期石油供应短缺和对进口石油的依赖，缓解石油供应和运输压力，有利于维护我国石油供应安全。（2）采用洁净煤利用技术，是我国今后发展煤化工的必然趋势目前，煤的加工转化利用技术主要有煤制油、煤9、制甲醇/二甲醚以及甲醇制烯烃、煤制合成气/合成天然气等。不同利用技术的热能有效利用率为:煤制油(26.9%28.6%)煤制甲醇(28.4%50.4%)煤发电(40%45%)煤制合成天然气(53%)1400需加助熔剂），气化压力通常为2.53.0MPa，负荷变化为75110%，碳转化率99%，液态排渣，渣中含碳1%，粗煤气中有效气含量90%，冷煤气效率为7885%，单炉开工率9095%。目前正在开发400MW的气化炉（投煤量约2000吨）。该工艺的主要特点是：干煤粉进料，加压二氧化碳输送，连续性好，煤种适应性广，可以处理各种含灰燃料135%；气化温度约14001600，气化压力3.0MPa，碳转10、化率高达99%以上；产品气体洁净，甲烷含量极低，煤气中有效气体(CO+H2)90%。氧耗低，与水煤浆气化相比，氧耗低1015%，因而配套的空分装置投资可相应减少。上述三种工艺的优点是气化效率高，煤种适应性广，但是主要用在化肥或煤制甲醇、二甲醚工程，合成气中甲烷量极少，增加了变换和甲烷化装置投资，耗氧和能耗高。根据本工程的特点，煤气化工艺宜选用Lurgi加压气化工艺。鲁奇加压气化工艺该工艺是一种固定层块煤气化工艺，主要用于气化褐煤、不粘结性或弱粘结性的煤，采用粒度为8-50mm，活性好不粘结的烟煤或褐煤为原料，在固定床中用氧与蒸汽连续气化生产煤气。气化压力3.0MPa，温度在9001050之间，11、采用固态排渣方式运行。煤气中约含65%（CO+H2）、9%的CH4，并含C2、焦油等。因此，Lurgi工艺适宜于城市煤气或煤制天然气的生产。工艺特点如下：(1)煤制备输送简单、投资省。煤制备只需简单的筛分，重力供料。与同规模干粉煤、水煤浆气流床气化相比，电耗仅是Shell气化的1/25、Texaco水煤浆气化的1/13，投资仅为Shell、Texaco煤气化的1/3。(2)固定床煤气化过程生成大量甲烷，其甲烷热值占煤气热值的40%，焦油约占10%，只需占煤气热值50%的CO、H2合成甲烷。而其他气化工艺生产的合成气，CO+H2高达90%、甲烷0.1%，与此相比，该气化工艺的甲烷化装置负荷大大减12、小，所以，投资省、消耗低。(3)固定床气化过程生成大量甲烷，在炉内放出大量热供气化用，因此降低了氧的消耗，与气流床气化相比，用高挥发分煤，该气化工艺氧耗仅为气流床气化的1/3，即空分装置能力仅为气流床气化的1/3因此投资大大节省、成本大大降低。(4)固定床气化为逆流床气化过程，炉内有一个煤的干燥层，进干燥层温度取决于煤的活性，一般在600800。由于炉内固体物料向下移动，气体自下向上，物流类似一个热交换器进行热的充分回收,所以气化热效率是各类气化最高的(包括副产品)。因此，该技术较适合高水分、较高灰分的劣质煤。鲁奇炉主要由夹套锅炉、煤分布器及搅拌器、炉篦及传动装置、煤锁及灰锁四个部分组成。工艺13、流程说明粒度为45mm的原料煤加入煤斗，压力为3.7MPa的过热蒸汽与纯度为8892%的氧气混合后，由气化炉下部进入燃料层，在3MPa左右下进行气化反应生成650700的粗煤气，粗煤气进入洗涤冷却器直接冷却到204，除去灰尘、焦油、酚和氨等杂质，然后进入废热锅炉，温度降为180，同时副产0.55MPa的饱和蒸汽，气液分离后的粗煤气送往变换工序。洗涤后的煤气水与煤气冷却液汇于废热锅炉底部积水槽中，大部分用泵送至洗涤冷却器循环使用，多余部分排至煤气水分离装置。气化炉壁设置有夹套锅炉，产生的中压蒸汽经气液分离后作为气化剂通入炉内，煤气化后的残渣含碳量小于5%，由炉篦排入灰锁，再间歇的排入灰渣沟，用循14、环的灰水将灰渣充至灰渣池经抓斗捞出装车外运。该装置有以下特点：（1）气化后灰渣采用水力排渣法充灰，操作环境优于其他排渣方法。（2）夹套水由补充锅炉水通过引射进行循环，避免了由于夹套水循环不畅造成的夹套鼓包。（3）采用变频惦记驱动炉篦易于调节，减少了泄压设备频繁故障造成的停车。4.3 一氧化碳变换装置由于合成气中的CO含量较高，不符合甲烷化要求的H2与CO体积比，因此必须通过变换反应调整。以煤为原料生产天然气的变换工艺选择关键在于催化剂的选择。 变换工艺选择变换工艺流程主要根据原料种类、工艺指标要求、催化剂特性和热能的利用等综合考虑。首先，应根据原料气中CO含量高低来确定，CO含量高英采用中温变15、换，这是因为中温变换催化剂操作温度范围较宽，活性温度高，反应速率快，而且价廉易得，使用寿命长。其次，根据进入系统的原料气温度和湿含量，考虑其他的预热和增湿，合理利用余热。再次，将CO变换和脱除残余CO的方法结合考虑。如果允许CO残余量较高，则仅用中变即可，否则采用中变与低变串联，以降低变换气中CO量。（1）加压中温变换流程中温变换工艺早期采用常压，经节能改造，现在大都采用加压变换。加压中温变换工艺的主要特点是：采用低温高活性的中变催化剂，降低了工艺对过量蒸汽的要求；采用段间喷水冷激降温，减少了系统的热负荷和阻力，减小外供蒸汽流量；采用电炉升温，改变了燃烧炉升温方法，操作简单、省时、节能。（2）16、中温变换串低温变换了流程中温变换串低温流程是中变炉串一个低变炉，也称中串低。在原中变炉的后面串上一个低变炉，中变炉为冷激可直接串在主换热器后，中变炉为中间换热则在主换热器后配置一个调温水加热器，再串上低变炉。该法处理简单可随时进行，热量回收采用饱和热水塔。（3）全低变工艺流程为解决中串低或中低低流程中铁铬系中变催化剂在低汽气比下的过度还原及硫中毒，开发了全部使用耐硫变换催化剂的全低变工艺，各段进口温度均为200左右。在相同操作条件和工况下，其设备能力和节能效果都比中串低、中低低好。全低变流程采用宽温区的钴钼系耐硫中变催化剂进行CO 变换。全低变流程的优点是：变换系统在较低的温度范围内操作，有利17、于提高CO平衡变换率，因为变换炉入口温度及床层内的热点温度均比中变炉入口温度及床层内的热点温度低100200；降低了蒸汽消耗；催化剂用量减少一半，使床层阻力下降。（4）中低低工艺流程该流程是在一段铁铬系中温变换催化剂后直接串二段钴钼系耐硫变换催化剂，利用中温变换的高温来提高反应速率，脱除有毒杂质，利用两端低温变换提高变换率，实现节能降耗。这样充分发挥了中变和低变催化剂的特点，阻力小、操作方便。该工程采用耐硫耐油全低变换工艺。工艺流程说明180的合成气首先进入变换炉一段，经一段催化剂层反应，温度升至350左右引出，在段间换热器中与热水换热，降温后进入二段催化剂层反应，反应后的其它在主换热器与合成18、气进气换热，并经水加热器降温后进入三段催化剂床层，反应后气体中CO含量降至11.5%离开变换炉。变换气经水加热器回收热量后进入冷凝器冷却至常温。4.4酸性气体脱除装置以煤为原料气化的合成气含有大量的硫化氢、有机硫、二氧化碳等杂质。在甲烷化时，硫化物对催化剂的毒害是积累的。当催化剂吸收了0.5%（占催化剂质量分数）的硫时，会完全丧失活性；二氧化碳甲烷化时会比一氧化碳消耗更多的氢气，因此必须除去。酸性气体流程选择从目前国内外大型煤基天然气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19、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20、较低。本项目酸性气体脱除采用低温甲醇洗工艺。工艺流程说明在合成气净化中，有两种典型的低温甲醇洗流程，即两步法和一步法。两步法用于变换使用不耐硫催化剂的场合，在变换之前必须先脱硫，变换之后再脱CO2，因此形成前后两步：第一吸收塔主要进行脱硫，第二吸收塔主要进行脱碳。一步法即同时脱除合成气中的硫化氢和二氧化碳的流程。本项目采用一步法流程，主要包括进料气的预冷、H2S/CO2的脱除、富液的膨胀闪蒸、H2S的浓缩、合成气的加热、甲醇的再生、甲醇-水分离等过程，流程说明如下：由变换工序来的原料气温度为40左右，向原料气中喷入少量甲醇，然后经换热器被冷却到-9，在水分离器中分离出甲醇水溶液，由洗涤塔底部进21、入塔内。洗涤塔分为上塔河下塔两部分，上塔又分为上、中、下三段。贫甲醇溶液经水冷器、冷却器冷却到-57，进入洗涤塔上塔的上段与塔内上升的气体逆流接触，气体中残存的H2S和CO2被吸收，净化后的气体进入甲烷化工序。溶液吸收酸性气体后，熔解热使上段甲醇温度升高到-20，经中间冷却器冷却至-40进入上塔的中段，再经冷却降温后送至上塔的下端。大部分的CO2在上塔的中段和下段被吸收，因此中段和下段由被称为吸收段。下段吸收后的溶液分为两路，一路去膨胀闪蒸，另一路进入下塔。下塔主要用来脱硫，由于H2S的溶解度大于CO2的溶解度，硫组分含量也低于CO2，因此只需一部分甲醇液进入下塔吸收H2S和COS。上塔底部排22、出的甲醇溶液为-11，其中约51%经冷却至-32，减压至2.3MPa后进入第二闪蒸槽，逸出氢和少量的二氧化碳；其余约49%的甲醇溶液从下塔底部排出，经冷却至-32，减压至2.3MPa后进入第一闪蒸槽，解吸出氢和少量的二氧化碳。来自第二闪蒸槽的甲醇溶液送至CO2解吸塔顶部，解吸出大部分CO2；来自第一闪蒸槽的甲醇溶液，降压至0.23MPa，送至CO2解吸塔中部，解吸出CO2和H2S。其中H2S被上段来的甲醇溶液吸收。甲醇溶液减压后进入H2S浓缩塔，H2S在气提氮气和塔顶回流的作用下得到回收。在再生塔内甲醇中溶解的CO2和H2S完全解吸出来，经冷却器和氨冷器降温至-27，使甲醇蒸汽冷凝下来并进行气23、液分离。分离出的气体中H2S和COS的含量为27%左右，经冷却换热后进入硫磺回收工序。4.5甲烷化装置甲烷化是在催化剂的作用下，CO、CO2与H2反应生成甲烷。上述反应是强放热反应，在较低温度下，平衡常数很大。一氧化碳、二氧化碳加氢生成甲烷的反应：C0 + 3H2 CH4 + H2O + QC0 + 4H2 CH4 + 2H2O + Q由于甲烷化是体积减小的反应，提高压力对反应有利。压力提高，反应物组份分压提高，可以加快反应速度，甲烷化反应压力控制在1.02.7MPa。虽然提高温度也可以提高甲烷化反应速度，由于反应是强放热反应，温度太高对化学平衡不利。当温度超过500时，反应平衡常数迅速减小。24、甲烷化反应温度通常控制在200400之间。中热值煤气甲烷化后，可将煤气中有毒的CO气体组分转化为无毒的CH4气体,不仅在燃用时更加安全可靠，而且可成倍地提高煤气热值，相应提高了长输管道和城市输配管网的输气能力，节约了制气和输气成本。工艺流程如下：粗煤气经煤气水冷却、煤气净化工序后，脱除其中的CO2、H2S组分，剩余的H2、CO气体组分部分进入串联为三级的甲烷化反应器中，在镍系列催化剂的存在下，进行甲烷化合成反应。进入第一、二级甲烷化反应器煤气反应后的温升为500600。用热交换器、废热锅炉回收其反应热,副产饱和蒸气后,煤气温度降为约200,再进入第三级甲烷化反应器反应。用热交换器再次取走反应热25、,并在工艺上采取措施控制其甲烷化反应速度,防止甲烷化反应器产生积碳现象。第三级甲烷化反应器出口的甲烷化煤气其CH4的组分约95%,热值与天然气大致相当,二者可用长输管道并网对接。中热值煤气甲烷化反应是强放热反应,资料显示1 Nm3的CO气体甲烷化,约可放出92 MJ的热量, 1 Nm3的1%的CO气体甲烷化的绝热反应温升约72。因此,回收中热值煤气的甲烷化反应中反应热的热交换设备是极其重要的。4.6酚、氨回收装置鲁奇加压气化由于气化温度所限，煤气中含有焦油、酚等物质，这些物质的存在会造成设备堵塞、催化剂失活影响后序生产，同时，这些物质也是宝贵的化工原料，所以要将其回收利用。工艺流程选择碎煤加压26、气化废水中总酚（单元酚与多元酚的总和）含量因气化原料煤种的不同而差异较大，气化煤种越年轻，其废水中总酚量越高。酚回收的工艺、流程选择主要根据废水中总酚含量而定。据有关资料介绍及相关工艺装置经验，当中总酚含量大于2000mg/L时，采用溶剂萃取法对酚加以回收，有一定的经济性；当废水中总酚含量小于2000mg/L时，用溶剂萃取回收难度较大，一般采用活性炭吸附、焚烧、再生进行处理，以满足生化处理装置的要求。由于本项目煤种较年轻，故采用溶剂萃取脱酚。煤加压气化废水的氨大部分以游离氨的形态存在，一般占90%以上，其它以固定氨形态存在。所以废水中的氨的回收一般以蒸汽汽提精馏为主。从废水中汽提回收氨一般有两27、种方法：直接从脱除酸性气体后的水中汽提氨，该方法用于废水中酚含量较低，脱酚过程对氨不产生影响的流程。废水经萃取脱酚后，在精馏回收废水中萃取剂的过程中取出氨含量较高的馏分再进行汽提氨，该方法用于废水中酚含量较高，采用溶剂萃取脱酚的流程。本项目采用第二种方法。工艺流程说明由煤气水分离装置来的煤气水，先经脱酸塔去除CO2、H2S等后进入萃取塔，在萃取塔内酚水与二异丙基醚逆流接触,使酚均匀分散最大限度地溶解于醚中，萃取了酚的大部分醚与水靠比重分离，醚酚混合物从塔顶引出送往酚塔进行蒸馏分离，得到粗酚及醚,醚再返回萃取塔循环使用。萃取塔底部含少量酚和氨的稀酚水进入水塔，由水塔底部再沸器加热至105,在第128、2、13块塔盘、9598时将氨蒸出，氨水被洗涤吸收后送到氨回收装置。蒸汽继续上升至塔顶，65时水中的少量醚被蒸出。塔底含少量酚氨的工艺污水送至生化处理装置处理。氨回收工艺主要包括三个步骤：汽提、提纯、精馏。含氨废水预热到85进入汽提塔上部，汽提塔釜液用低压蒸汽间接加热，对氨进行汽提，经汽提后的塔釜废水冷却后送往生化处理，汽提出的氨蒸汽由塔顶引出经冷却部分冷凝后，氨水回流到汽提塔，氨气进入提纯塔。该塔由三部分组成：上提纯段、中部吸收反应段、下部剩余氨汽提段。少量酸性气体在塔中分离，以NH3-CO2-H2O的形式从塔底排出，返回酚回收的脱酸气塔进行酸性气脱除，提纯塔顶部净化后的氨气进入吸收塔中被水29、吸收成为25%的氨水。一部分氨水作为提纯塔的回流液，其余氨水经泵加压并加热至130后送至氨精馏塔。氨精馏塔顶气氨（纯度达99.9%）进入氨冷凝器中被冷凝，一部分作为氨精馏塔的回流液，其余作为产品液氨送至氨储槽中。4.7焦油、石脑油回收装置鲁奇加压气化是在3.1MPa的压力下，用3.8MPa的蒸汽和99%的氧气作为气化剂，气化550mm的块煤制得粗煤气，在气化过程中，煤中的轻质组分转化为焦油、酚、氨等物质与煤气同时产生，在煤气的洗涤、冷却、净化过程中，大部分变为液态进入煤气水中。鲁奇碎煤加压气化为固定床气化，炉顶操作温度低，煤气中含有较多的焦油、酚等有机物。由气化装置来的含尘煤气水与煤气冷却装置30、来的含焦油煤气水混合，经换热后进入含尘煤气水膨胀器，膨胀出的气体去硫回收装置，煤气水靠重力进入初焦油分离器分离出含尘焦油和纯焦油。由煤气冷却装置来的含油煤气水和煤气净化装置来的煤气水，经换热后进入煤气水膨胀器，膨胀出的气体去硫回收装置，煤气水靠重力流入油分离器,分离出石脑油。分离了焦油和石脑油的煤气水混合后进入最终油分离器，经过焦炭滤框、斜板沉淀后，再通过双介质过滤器进一步除去悬浮固体、焦油和油后，进入煤气水贮槽，送酚氨回收装置进一步处理。 4.8硫回收装置来自低温甲醇洗和煤气水膨胀器的酸性气进气液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31、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32、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、文丘里洗涤器实现。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。4.9天然气贮存和压缩装置经过冷却和分离出冷凝液的甲烷气进入储气罐，然后33、通过压缩机加压向外输送。储气罐的作用实现是使甲烷中的冷凝液充分析出，减少管道阻力和腐蚀，另外作为生产过程的缓冲手段，调节系统压力。压缩机可选用往复式或离心式。目前，往复式压缩机的最大功率可达10000kW，效率为8690。离心式压缩机的最大功率已超过 25000kW，输气量可达300400万m3h，效率为 8084。由于大型输气管道普遍向大排量、高扬程发展，因而离心式压缩机正逐渐取代往复式压缩机的主导地位。本项目采用离心式压缩机。5 设备方案5.1 概述本项目的设备设计包括：煤气化、甲烷化、硫回收、空分、冷冻站等装置中的容器、换热器、塔器、工业炉等非标设备设计。装置中的主要工艺介质有碎煤、煤气34、变换气、天然气、工艺冷凝液、焦油、石脑油、粗酚、氨气、硫磺等，其中煤气、变换气、天然气、焦油、石脑油、氨气为爆炸危险介质，粗酚为有毒介质。国内设计水平和经验及设备制造、加工能力，可以满足本项目的大部分设备设计和制造要求。装置的大型化导致超大型设备的出现，运输困难问题比较突出，根据类似项目经验，可考虑在现场设置大型设备组装厂，设备分段、分片运至工程现场进行组装。5.2 设计依据本项目化工设备的设计主要依据为：项目的工程设计规定；各装置化工设备的工艺条件；采用国外专利技术的，专利商提供的工艺包或基础设计；引进的关键设备或关键设备内件的设备设计条件、图纸、标准、规定和设计说明等。5.3 设计标准、35、规范非标设备部分设计、制造、检验及验收主要应遵守下列标准、规范、规程及规定：压力容器安全技术监察规程（1999年版）钢制压力容器（GB150-1998）管壳式换热器（GB151-1999）钢制塔式容器（JB4710-92）钢制焊接常压容器（JB/T4735-1997）钢制球形储罐（GB12337-1998）钢制压力容器焊接规程（JB/T4709-2000）钢制压力容器焊接工艺评定（JB4708-2000）钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验（JB4744-2000）压力容器无损检测（JB4730-1994）压力容器用钢锻件(JB472628-2000）压力容器中化学介质毒性危害和爆炸危险程度36、分类（HG20660-2000）钢制化工容器设计基础规定（HG20580-1998）钢制化工容器材料选用规定（HG20581-1998）钢制化工容器强度计算规定（HG20582-1998）钢制化工容器结构设计规定（HG20583-1998）钢制化工容器制造技术要求（HG20584-1998）钢制低温压力容器技术规定（HG20585-1998）机械搅拌设备（HG/T25569-94）钢制压力容器分析设计标准（JB4732-1995）压力容器法兰（TB/T470007-2000）钢制管法兰、垫片、紧固件（HG2059220635-97）碳素钢、低合金钢制人孔、手孔 (HG2151421535-9537、)不锈钢人、手孔 （HG2159421604-1999） 钢制压力容器用封头（TB/T4746-2002）工业炉设计、制造、检验及验收主要还应遵守下列标准、规范、规程及规定：化学工业炉受压组件强度计算设计规定（HG/T20589-96）化学工业炉燃料燃烧计算设计规定（HGJ39-90）化学工业炉结构设计规定（HG20541-92）化学工业炉耐火、隔热材料设计选用规定（HGJ40-90）化学工业炉金属材料设计选用规定（HGJ41-90）石油化工工程高温管道焊接规程（SH3523-92）化学工业炉砌筑技术条件（HG20543-92）工业炉砌筑工程质量检验评定标准（GB50309-92） 化学工业炉38、结构安装技术条件（HG20544-92）化学工业炉受压元件制造技术条件（HG20545-92）当上述标准、规范、规程及规定之间有抵触时，一般应按要求严者执行，或按设计图样及设计技术要求的规定执行。5.4非标设备主要设计原则工程中非标设备的设计、制造在充分考虑技术的安全性、可靠性与经济性的基础上，应尽量立足于国内，国内制造加工使用尚不成熟的设备和材料采用引进。遵循的标准、规范见5.3节，总体原则为按国内的法规标准规范进行设计，在国内无相应的标准规范时，参考国际通用标准规范进行设计。压力容器产品设计、制造应符合相应最新的国家标准、行业标准或企业标准的要求。进口压力容器的国外制造企业必须取得中国国家39、质量监督检验检疫总局颁发的安全质量许可证书。进口压力容器应按进出口压力容器安全性能监督管理办法进行安全性能的监督检查。设备材料的选用应从容器的使用条件（设计温度、设计压力、介质腐蚀性和操作特点等），材料的焊接性能、容器的制造工艺性能、以及经济合理性等几个方面来综合进行考虑，优先采用国产、质量稳定、便于加工、经济合理的材料，使设计制造的设备安全可靠、投资较低。5.5 关键设备设计、材料的选择原则设备主要元件材料主要按照工艺条件及专利商文件确定，设备专业对其进行确认。材料的选择必须符合GB150-1998钢制压力容器、HG20581-1998钢制化工容器材料选用规定和SH3075-95石油化工钢制40、压力容器材料选用标准的有关规定。容器的材料应根据其压力、温度、介质特性以及环境条件等来选择，既要考虑材料的可靠性，同时又要考虑其经济合理性。主要设备一览表表51主要设备一览表序号设备名称规格及型号单位数量备注1空压机/增压机蒸汽透平台62氮压机蒸汽透平台63空冷塔套64纯化系统套65透平膨胀机组台126分馏塔台67液氧泵台128液氮泵台129制氩系统套610液氩泵台1211低变炉34004400台1212饱和热水塔台613热水洗涤塔台614变脱塔台615变脱泵台1216热水洗涤泵台1217热水循环泵台1218变换气分离器台619煤气水分离器台620变换气水冷器台621脱热水预热器台622段间冷41、却器台623煤气换热器台1624电加热器台625煤气冷却器台626第一水加热器台627第二水加热器台628增湿器台629蒸汽喷射器台330甲醇洗涤塔浮阀塔2050/260063000 t=-70/50 P=5.8MPa台331二氧化碳汽提塔浮阀塔2050/500063000 t=-70/50 P=0.4MPa台332硫化氢浓缩塔浮阀塔3100/490063000 t=-70/50 P=0.3MPa台333甲醇/水分离塔筛板塔1000/280063000 t=170 P=0.4MPa台334甲醇再生塔浮阀塔2100/2700t=120/170 P=0.4MPa台335原料气冷却塔缠绕式F=17542、0m2台336循环甲醇冷却塔缠绕式F=1550m2台337贫甲醇冷却器1#缠绕式F=120m2台338贫甲醇泵离心式Q=290m3/h台6+339硫化氢锅炉F=95m2，t=190,P=0.8MPa台340硫磺切片机Q=800kg/h台341硫固化冷却器台342硫磺池台343硫磺泵台644分离器台345克劳斯反应器台346罗茨鼓风机台347冷凝器台48脱酸塔台349萃取塔台350蒸氨塔台351精馏塔台352储气罐台253天然气压缩机台254焦油槽V=5000m3台455粗酚槽V=2000m3台156液氨槽V=2000m3台157中油槽V=2000m3台26自控方案6.1 概述本项目为xx投资控43、股集团煤制天然气项目可行性研究，研究范围包括空分装置、煤气化装置、变换装置、硫回收装置、甲烷化装置、压缩装置以及与工艺生产装置相配套的公用工程部分的仪表及控制系统。6.2控制方式本着“技术先进、经济合理、运行可靠、操作方便”的原则, 根据工艺装置的生产规模、流程特点、工艺操作要求，并参考国内外类似装置的自动化水平，本项目采用中央控制室和区域控制室集中监视和控制的控制方式，对各生产装置实施岗位集中监视和控制。设置全厂中央控制室作为全厂控制及信息和生产调度中心，配置上位管理计算机系统，主要用于对主要工艺装置的重要工艺过程参数进行监视。控制室配置DCS控制系统对正常生产过程中工艺生产装置以及公用工程44、部分的过程参数进行调节、记录、显示、报警等。DCS系统与上位管理计算机系统采用高速以太网通讯。主要工艺装置和辅助生产设施（罐区）设置装置控制室，用于装置开车过程中对所对应工艺装置的工艺过程参数进行调节、记录、显示、报警等，并对转动设备进行监视。正常操作和监控在DCS中实现，安全联锁保护由ESD实现，压缩机组的安全保护由ITCC实现。ESD、ITCC均能与DCS通讯，停车联锁状态由DCS及辅助操作台监视。以确保设备和人身安全，使工艺装置实现高效、连续、可靠地运行。DCS控制系统与中央控制室DCS系统采用冗余光纤通讯。全厂各装置开车成功转入正常生产阶段后，装置控制室的主要监控功能将由中央控制室来完45、成，操作人员将主要在中央控制室对全厂的生产装置及公用工程部分进行监控，装置控制室仅保留少量操作人员对相应装置进行巡检监控。公用工程设置岗位控制室。采用小型工业计算机控制系统对工艺过程进行集中监视和控制。计算机控制系统配备操作员站，计算机控制系统与中央控制室DCS系统采用冗余光纤通讯。6.2.1 主要控制方案（1）常规控制本研究采用的控制方案以P.I.D单参数控制为主，辅之以少量串级、分程等复杂控制。（2）紧急停车和安全联锁本研究紧急停车和安全联锁系统的设计按照一旦装置发生故障，该系统将起到安全保护作用的原则进行。在系统故障或电源故障情况下，该系统将使关键设备或生产装置处于安全状态下。重要的现场46、安全联锁信号发讯仪表至少为双重化设置。（3）信号报警主装置工艺参数越限报警由DCS实现。所有的报警信息(过程报警、系统报警)可在DCS操作站上实现声光报警，并通过打印机输出。 公用工程的各工艺参数越限报警采用小型工业计算机控制系统实现。所有的报警信息(过程报警、系统报警)在系统配备的操作站上实现实现声光报警，并通过打印机输出。采用独立设置的报警器盘实现可燃及毒性气体泄漏报警。报警盘布置在装置控制室内，可与DCS系统通讯。（4）防雷及浪涌保护由于本项目是大型生产装置，安全生产十分重要，因此，各系统考虑防雷及浪涌保护措施。6.2.2 通讯网络全厂计算机通讯网络由全厂信息管理网（主网）和各主装置相对47、独立的过程控制网（子网）构成。信息管理网为以太网，过程控制网类别根据所采用DCS的网络类别确定。信息管理网和过程控制网通讯控制符合TCP/IP协议和IEEE802协议族的有关协议。信息管理网和过程控制网的操作系统为Windows XP。6.2.3 控制室设置本项目采用区域集中控制，拟设置中央控制室、装置控制室（空分装置、煤气化装置、变换装置、硫回收装置、甲烷化装置及罐区）及部分岗位控制室。为便于操作和管理，将每个控制区域中的DCS控制系统分为若干个操作站组，各操作站组的控制单元独立设置，以保证各生产装置在正常生产和开、停车过程中互不干扰，减少不必要的停车。（1）控制室基本要求控制室位于安全区域48、内，且处于装置全年主导风向的上风侧。中央控制室和主要生产装置的控制室内采用吊顶和防静电活动地板。公用工程部分的岗位控制室内采用吊顶和水磨石地面。所有控制室均考虑空调，并采取防火、防水、防尘、防雷等安全措施。（2）控制室基本组成中控室、装置控制室由操作室、机柜室、工程师站室、UPS室、空调机室、辅助仪表间等单元组成，原水净化、循环冷却水站、除盐水站、回用水处理站、污水处理站、冷冻站等岗位控制室为单间控制室。其它随生产装置成套提供的控制系统亦将分别设置在各自的装置内。6.3 安全和保护措施为保证操作人员和生产装置的安全，采取以下必要的安全技术措施：所有控制室位于安全区域，并考虑防火、防水、防尘、防49、雷等安全措施；设置必要的紧急停车和安全联锁系统及报警系统；安装于爆炸危险区域内的仪表符合防爆要求；在可燃或有毒气体可能泄漏和聚积的场合，设置可燃气体或有毒气体检测报警器；各主要装置的仪表及系统由不间断供电电源供电。6.4 仪表选型原则所选仪表及控制设备要先进可适用，可以保证工艺装置的长期、安全生产和操作。所采用的DCS、ESD和PLC将是国外著名厂商产品，并且这些产品在同类型或类似的装置有使用业绩。主要生产装置的现场仪表选用国外著名厂商产品，一般性生产装置或辅助生产装置采用国外引进生产线或合资厂制造的，能满足性能要求的产品。除就地控制、指示或特殊仪表外，现场变送器采用电子式智能型仪表（Hart50、协议）。控制阀采用气动执行机构。所有进出控制室的信号都是电信号。除温度检测元件和特殊测量仪表外，标准的电动信号为420mA D.C。除非对气动信号提出更高的压力要求，气动薄膜控制阀一般采用的气动信号为20100kPa。安装在爆炸危险区域的仪表采用本安防爆型或隔爆型。所有现场仪表为全天候型，防护等级为IP54或更高。现场仪表的材质满足工艺介质和现场环境条件的要求。6.5 动力供应 仪表电源中央控制室及煤气化、甲醇、空分、罐区控制室的仪表电源为 380VAC10%，501 Hz交流电源。其电源为两路自动切换的独立供电回路，分别取自不同的电气低压母线段。中央控制室及煤气化、甲醇、空分、罐区控制室设置51、不间断电源（UPS）。蓄电池后备时间为30分钟，由UPS对仪表设备供电。岗位控制室仪表电源为 220VAC10%，501 Hz单回路交流电源，取自电气独立供电回路。 仪表气源仪表空气质量符合仪表供气设计规定 HG/T205102000的有关要求。仪表空气的露点应比工作环境、历史上年（季）极端最低温度至少低10C，含尘粒径不应大于3mm，油份含量应控制在8ppm (重量)以下。仪表气源引自空压站。送至用气装置的仪表气源压力不低于0.6MPa(G)。空压站备用气源保持时间为15分钟。7 原燃料、辅料及动力供应7.1 原料和燃料供应原料和燃料的来源呼伦贝尔市地域辽阔，煤炭资源极其丰富，全市13个旗、52、市、区中有10个拥有煤炭资源。本工程原料煤采用xx旗嵯北区煤炭资源，现已探明的储量约23亿吨。可就近采用皮带运输至拟建厂区并直接进气化装置和锅炉，保证本项目的原料、燃料煤的长期、稳定供应。 原料和燃料的规格和用量 （1）原料煤和燃料煤规格原料煤用于气化炉，燃料煤用于动力站锅炉。表7-1 煤质分析表水份灰份挥发份全硫高位发热量粘结性可磨性热稳定性软化温度6.91%19.20%45.22%0.63%25.23MJ/kg不粘中等稳定12301473（2）原料煤和燃料煤用量原料煤和燃料煤用量见表7-2。表7-2 原料煤和燃料煤用量项目t/ht/d104t/a原料用煤1590.8381811272.7燃53、料用煤450108003607.2 辅助材料供应 辅助材料的来源 辅助材料的用途和来源见表7-3。 表7-3 辅助材料的用途和来源序号名称用途来源1甲醇酸性气体脱除开车时一次性外购2烧碱酸性气体脱除、水处理外购3石灰石备煤外购4阻垢剂水处理外购5活性炭水处理外购6液氯水处理外购7盐酸水处理外购8催化剂硫回收，变换，甲烷化等外购7.3 水电汽供应 水、电、汽的用量见表7-4。表7-4 水电汽用量序号名称单位用量备注1一次水t/a27001042电kWh/a11.21083蒸汽t/h23408 建厂条件和厂址选择8.1 建厂条件 厂址自然地理概况本项目厂址位于呼伦贝尔市xx旗，大兴安岭北麓,地处东54、经1173312012，北纬46104949。东与陈巴尔虎旗、鄂温克旗为邻，南与兴安盟接壤，西与新巴尔虎右旗相依，西北连接满洲里市，西南与蒙古国接壤，东北与俄罗斯以额尔古纳为国界。边境线总长305.32公里。其中中俄边境线长98公里。全旗东西宽约165公里，南北长约309公里，是呼伦贝尔市牧业四旗之一。xx旗地貌呈半圆形，除西北、东南有部分山地外，其他地区为宽阔平坦的高平原，被河流切割成高差20-50米的波状起伏台地。除高平原四周有河流环绕外，境内无经常性流水河流，仅有部分季节性河流及沿古道凹地的一些湖泊和水泉。高平原占全旗的绝大部分，地热总走向自南向北，由东向西逐渐降低，海拔高度560-8055、0米。西北部丘陵地区占地面积较小，海拔高度为600-860米左右，东南部山地地区为大兴安岭山地西坡边缘，主要由低山丘陵组成，地势东高西低，海拔高度为900-1400米左右，南部最高点海拔高度为1572米，西北部最低点为533米。（1）气象条件本区位于中纬度地区，其气候特点是：春季温度回收快、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，达40.9。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（1256、5.7mm）。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）水文地质根据新左旗气象站资料 ：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1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。社会经济状况（1）经济概况“十五”期间呼伦贝尔市经济发展进入了快速增长期，2005年全市实现国内生产总值319.2 亿元，“十五”期间年均增长15.2，人均GDP 为11717 元，“57、十五”期间年均增长15.1。其中，第一产业总值为89.38 元，平均增长9.0，第二产业总值为91.43亿元，平均增长24.5，第三产业总值为138.39亿元，平均增长14.4。产业结构从2004 年的27.4:27.9:44.7调整为28:28.6:43.4工业增加值占全市生产总值的比重上升到21.8%。生态环境治理力度进一步加大，森林覆盖率达到49%，基础设施显著改善，公路和铁路通车里程分别达到10451公里和2368公里，交通状况有了明显的改善。（2）自然资源呼伦贝尔市有大小河流3000余条，湖泊500多处。以大兴安岭为界，在全市内形成嫩江和额尔古纳河两大水系。额尔古纳河是黑龙江的上游，58、为中俄界河，莫尔格勒河、海拉尔河、根河等河流流入额尔古纳河；在东部，诺敏河、甘河、雅鲁河以及其它河流汇入嫩江呼伦贝尔市的矿产资源丰富，有煤炭、石油、有色、化工、建材等多种矿产资源。全市已发现的矿产有9类65种，其中煤炭资源最为丰富，全市煤炭保有储量302亿吨，预测资源储量630亿吨。交通运输xx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197k59、m。设计通过能力近期为960万吨/年，远期为1650万吨/年。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。电源60、本项目拟建2台135MW机组，所发电力主要供厂内用，少量富余电力送往系统。渣场本项目渣场位置位于厂址东北面约5公里处，占地80公顷。渣场内主要堆存热电站锅炉和气化炉灰渣，灰渣量180万吨/年。8.2 厂址选择本项目选址在xx旗化工园区内9节 能9.1 节能原则(1)采用节能型工艺技术和设备。(2)优化工艺流程，按能量品位高低串联使用，做到一能多用，使能源得到综合利用。(3)选择节能型传动设备，提高能源利用率；(4)正确选用传动设备，防止“大马拉小车”现象；(5)采取有效措施，减少能量损失，9.2节能新工艺、新技术(1)采用鲁奇加压气化技术制备粗煤气，冷煤气效率高，煤气中有效气含量高，原料煤利用61、率高，合成气压缩功低；(2)回收煤气化、变换、合成工艺余热副产蒸汽；(3)酸性气体脱除工序采用低温甲醇洗工艺，溶剂循环量小，节约了电力消耗；(4)合成气压缩机、空压机、天然气压缩机均采用蒸汽透平驱动，节约了电力消耗，提高了能量利用率；(5)弛放气和闪蒸气回收再利用；(6) 循环冷却水采用有压回水，节省电耗；(7) 所有变压器采用低损耗节能型变压器；(8) 二次回路的控制设备推广采用节能型元件。10 环境保护10.1厂址与区域环境现状厂址地理位置与地形地貌拟建项目场址位于内蒙古自治区呼伦贝尔市xx旗化工园区内，处于草原牧业经济区。该厂址是呼伦贝尔煤炭资源富集区。气候特征本地区属中温带大陆性季风气62、候，冬季漫长而寒冷，夏季短促，雨季集中于七、八月份，温度变化大，光照较为充足；极端最高气温40.2，极端最低气温41.2，年均最大冻土深度198cm；年均降水364.8mm；冬季多风，年均最大风速22.0m/s（风向西北）。蒸发量大于降雨量，气候干燥、温差变化大。10.1.3 项目建设地环境概况该区无工业企业，现状环境的空气质量总体属二级标准，地下水质量属类水体，声环境属一级标准；10.2工程执行的标准10.2.1 环境质量标准环境空气质量标准（GB30951996）中的二级标准；地下水质量标准（GB/T14848-93）；城市区域环境噪声标准（GB309693）中的3类标准。10.2.2 污63、染物排放标准大气污染物排放执行大气污染物综合排放标准(GB16297-1996)新污染源二级标准、恶臭污染物排放标准（GB14554-1993）表2中的规定值，锅炉废气排放执行火电厂大气污染物排放标准（GB132232003）III时段位于西部非两控区的燃用特低硫煤（入炉燃煤收到基硫分小于0.5%）的坑口电厂锅炉的浓度控制标准；厂界噪声执行工业企业厂界噪声标准(GB12348-90)中的3类标准；固体废弃物执行一般工业固体废物贮存、处置场污染控制标准（GB185992001）中的二类场的标准。10.3主要污染源和污染物废气污染源废气主要来自煤气化装置、净化装置、硫回收装置、氨回收装置和锅炉，主64、要污染物为CO2、H2S SO2、NH3和烟尘。废水污染源本工程产生主要废水污染源有煤气化装置、净化装置、焦油回收、氨回收装置和锅炉，主要污染物为氨、焦油、氰化物、固体悬浮物等。固体废物本工程产生主要废渣来源有煤气化装置、净化装置、硫回收装置、甲烷化装置和锅炉，污染物为气化炉和锅炉灰渣，其次是废触媒。噪声污染源各类风机： 6891dB(A)；各类压缩机： 85105dB(A)；各类生产性用泵：82103dB(A)。10.4 环境保护与综合利用措施本工程对生产中排放的各类污染物，本着减量、回收利用和妥善处理的原则，最大限度控制污染物的最终排放量，以达到清洁生产和保护环境的目的。10.4.1废气污65、染物治理措施1）本工程所排废气主要污染物为CO 、SO2、H2S和CO2。 为了减少对环境的污染，造气装置的闪蒸气先送变换工段的汽提塔，回收工艺气后排放。气化开停车及事故排放气均送火炬焚烧处理。 2）煤粉气、锅炉废气经袋式除尘器除尘后，H2S、CO、CO2、粉尘等污染物含量很少，可达标排放。 3）硫回收采用三级Clause硫回收工艺技术,硫化氢回收率大于99。回收硫磺后的气体经焚烧炉焚烧后，尾气经60米高排气筒排放，尾气中SO25.5mg/m3,达到排放标准。10.4.2废水污染物治理措施根据清污分流的划分原则，结合厂外排水条件并满足环保要求，工程排水系统分为：生产生活污水系统、洁净废水系统、66、初期雨水及消防排水收集系统。(1) 生产生活污水系统生产生活污水系统主要收集工艺装置生产污水、装置地面冲洗水、生活污水等。系统初期雨水及消防排水经收集后汇入厂区污水管线排入厂区事故污水池收集，然后送入污水处理系统处理。从煤气化工段来的有压废水直接进入破氰处理反应槽，总反应时间为90分钟，在反应槽中投加碱调节PH值，同时通入二氧化氯发生器产生的ClO2，反应生成的沉淀物在反应沉淀池中去除。出水与其它生产污水和生活污水一起进入调节池（兼具初沉池功能，表面负荷0.66m3/m2.h），然后用泵提升至SBR反应池进行生化反应。SBR反应池分成三组6座，每组2座，轮换使用。每组进水时时间为4h，SBR反67、应池工作周期12小时。污水在SBR池中经生化降解、沉淀后，澄清水消毒后送循环水装置做补充水。SBR反应池剩余污泥经污泥浓缩池浓缩后用污泥泵送至带式压滤机脱水，泥饼外运。滤液返回至污水调节池。（2）洁净废水系统化工装置区回用水处理系统：化工装置区循环水站排污水和冷凝液处理站排放的酸碱废水，经管道收集后送回用水处理装置处理达到循环水补充水水质要求后作为循环水补充水，以节约用水。根据污水进水水质，回用水处理采用反渗透处理工艺，主要去除废水中的盐类和微量有机物。系统经多级反渗透处理后，总回收率为90%。生产过程中需对超滤和反渗透设备进行维护、清洗。为了保持反渗透膜不被结垢物质堵塞，保持膜的正常通量，设68、置化学清洗设备、加酸设备、加碱设备。动力车间废水处理系统：动力车间排放的浓盐废水、酸碱中和废水和循环水站排污水等用作渣仓、灰库干灰拌湿、地坪冲洗水等，不外排。(3)初期雨水及消防排水收集系统各工艺装置内设置初期雨水及消防排水收集系统，装置内排水收集系统由排水沟、集水井和切换阀门组成，装置区内初期雨水和后期雨水由切换阀门分别引入厂区污水管线和雨水管线，系统初期雨水及消防排水经收集后汇入厂区污水管线排入厂区事故污水池收集，然后送入污水处理系统处理。10.4.3固体废物处理本工程所产生的固体废物：煤气化工序产生的气化灰渣及锅炉装置排放的灰渣等综合利用或灰场堆放，其它工艺装置产生的废催化剂等送到渣场填69、埋或回收。10.4.4噪声治理措施本工程中优先选用低噪声设备，在技术协议中对厂家产品的噪声指标提出要求，使之满足噪声的有关标准。主要噪声设备均采取了消声、减振等防噪措施，在进行防噪治理后噪声仍较大的工段，设置隔音间，并给工人配备耳塞、耳罩等防护用品，加强厂内绿化，控制噪声的传播途径。10.5环境监测与环境管理本工程设安全环保部,负责本项目日常的环境保护管理工作，安全环保部下设环境监测站负责全厂的环境监测工作。环境监测站定员15人，配有相应的监测仪器。11 职业安全与劳动卫生11.1标准规范设计依据中华人民共和国安全生产法中华人民共和国职业病防治法中华人民共和国劳动法危险化学品建设项目安全许可实70、施办法国家安全生产监督总局第8号令建设项目（工程）劳动安全卫生监察规定原劳动部第3号令使用有毒物品作业场所劳动保护条例国务院352号令高毒物品目录卫生部卫法监发（2003）142号文劳动安全与职业卫生标准石油化工企业设计防火规范 GB5016092（1999年版）工业企业设计卫生标准 GBZ1-2002工作场所有害因素职业接触限值第1部分：化学有害因素（GBZ2.1-2007）工作场所有害因素职业接触限值第2部分：物理因素（GBZ2.2-2007）火灾自动报警系统设计规范 GB5011698爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范GB5005892建筑物防雷设计规范 GB5005794（2000年版71、）建筑设计防火规范 GB500162006建筑灭火器配置设计规范 GB501402005工业企业噪声控制设计规范 GBJ8785工业企业照明设计标准 GB5003492工业企业采光设计标准 GB5003391职业性接触毒物危害程度分级 GB504485石油化工企业职业安全卫生设计规范SH30471993石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SH30631999有毒作业分级 GB12331-90工业企业采暖通风和空气调节设计规范GBJ19-87（2001年修订）重大危险源辨识 GB18218-2000安全标志 GB2894-1996安全色 GB2893-200111.2职业安全卫生的危害72、因素本项目拟选厂址位于内蒙古自治区呼伦贝尔市xx旗锡林贝尔。该工程主要包括空分装置、煤气化装置、净化装置、硫回收装置、甲烷化装置、氨回收装置、酚回收装置。该项目包括装置区内所有的生产设施、辅助设施、公用工程设施、生活设施、环保设施。火灾爆炸危险性本工程主要生产装置包括：、煤气化装置、空分装置、甲烷化装置、硫回收装置等。其生产过程中使用或产生了煤粉尘、氢气、甲烷、一氧化碳、硫化氢、氨气等易燃、易爆物质，且操作条件多属高温、中低压操作范围，存在燃烧、爆炸的潜在危害。生产中使用和产生的主要易燃、易爆物质及特性见表111，其存在位置见表112。表111 主要易燃、易爆物质及特性序号物料名称闪点燃点爆炸73、极限V%沸点()毒性火灾危险类别1一氧化碳60512.5-74.0-191高度危害乙2氢气5604.0-75.6-253甲3甲烷537515-161甲类4硫化氢2704.3-45.5-60高度危害甲5硫磺207232444.6乙6甲醇113855.5-44.065中度危害甲7氨650-33.34 高度危害甲8煤丙表112主要易燃、易爆物质存在位置序号名称使用或储存场所储存、包装方式一氧化碳气化、变换、低温甲醇洗、合成气及循环气压缩、甲烷化连续装置不储存2氢气气化、变换、低温甲醇洗、合成气及循环气压缩、甲烷化、氢回收连续装置不储存3甲烷气化、变换、低温甲醇洗、合成气及循环气压缩、甲烷化连续装置不74、储存4硫化氢气化、变换、冷却、低温甲醇洗、硫回收连续装置不储存5硫硫回收储存槽6甲醇低温甲醇洗、甲醇精馏、甲醇合成、氢回收储罐7氨气化、氨回收储罐8煤备煤、煤炭预干燥、气化堆场、储仓等毒性物质危害本工程有毒、有害物质主要有：二氧化碳、氧化碳、硫化氢、甲醇、二氧化硫、氨等，虽然生产系统为密闭操作过程，上述物质一般不会进入到环境中造成危害，但一旦泄漏，将可能造成人员的急、慢性中毒，尤其是在有毒气体易于积聚的低洼处。上述有毒有害物特性如下：（1）一氧化碳无色无味的有毒气体，能与血红蛋白结合，妨碍其输氧功能，造成缺氧症。当空气中一氧化碳浓度为400mg/m3时，会出现头痛、恶心、虚脱等症。浓度达10075、0mg/m3以上时，出现昏迷、痉挛以至于死亡。根据职业性接触毒物危害程度分级标准，一氧化碳的危险程度为级（高度危害）。（2） 二氧化碳二氧化碳是无色气体。二氧化碳对人体有窒息和麻醉作用，主要是缺乏氧气引起，急性中毒的症状为头痛、耳鸣、心悸、血压增高、头晕、昏迷等。（3）硫化氢有毒，吸入会引起中毒，甚至致死，对眼和呼吸道粘膜有强刺激性。根据职业性接触毒性危害程度分级标准，硫化氢的危险程度为级（高度危害）。（4） 甲醇无色透明、易挥发、高度极性液体，具有微弱的酒精气味，甲醇有毒,根据职业性接触毒物危害程度分级标准，甲醇的危险程度为级（中度危害）。（5）二氧化硫无色气体，有刺鼻气味，气体较空气重，沸76、点-10，该物质强烈刺激眼睛和呼吸道。吸入气体可能造成肺水肿，液体迅速蒸发可能引场冻伤，该物质对呼吸道有影响，导致哮喘反应反射性痉挛和呼吸停止。（6）氨在常温下为无色有刺激性恶臭的气体，与空气混合能形成爆炸性混合物。其爆炸极限范围为15.737.4（V），遇明火或高热能引起燃烧爆炸。低浓度氨对粘膜有刺激作用，高浓度能造成组织溶解坏死，引起化学性肺炎及灼伤。（7）煤粉尘长期接触并吸入煤粉尘可能引起煤肺。 噪声危害生产过程中动设备产生的振动、机械设备转动产生的噪声对人体均可产生不良影响，如损伤耳膜、听力下降，严重时引起耳聋。 静电、雷电的危害生产过程中，在有易燃、易爆物存在的场合，静电放电、雷电放77、电均可成为引起爆炸的点火源，导致火灾、爆炸事故发生。 意外伤害和化学灼伤的危害在有可能发生坠落危险的岗位和传动装备附近均可造成意外伤害。生产工艺中采用的各种物料一旦外泄或喷溅也会造成化学灼伤的危害。11.3设计中采取的安全防范措施防火防爆措施装置内的设备、管道、建构筑物之间保持一定防火间距。有火灾爆炸危险场所的建构筑物的结构形式以及选用材料符合防火防爆要求，具有可燃气体、易燃液体的生产装置设防静电接地系统。具有火灾爆炸危险的生产装置设防静电接地系统。具有火灾爆炸危险的生产设备和管道设计安全阀、爆破板、水封、阻火器等防爆阻火设施。对有火灾爆炸危险存在的场所安装火灾报警设施。毒性物质危害防范措施对78、可能产生泄漏的设备、管道，在满足工艺条件的情况下，尽量敞开布置。为防止布置在厂房内的生产设备产生的有毒有害物积累，厂房内设计可靠的通风系统或设置有毒气体报警器。噪声防治噪声控制优先选用低噪声设备，对噪声集中的装置区和泵房，采用封闭式建筑形式，以利隔声。对出入高噪声区的人员配防噪耳塞或耳罩。其它对高速旋转或往复运动的机械零部件设计可靠的防护器、挡板或安全围栏。传动运输设备，皮带运输线应设计带有栏杆的安全走道，爬梯平台设有扶手和护围等。生产装置及建构筑物的布置充分利用自然采光。具有火灾爆炸、毒尘危害的作业区，设计事故状态时能延时工作的事故照明。装置内潮湿和高温等危险环境采用安全电压。人身防护措施及79、安全教育各装置根据工作环境特点配备各种必须的防护用具和用品。包括眼面防护用具、工业安全帽、工作帽、防护手套、防护鞋靴、防毒面具、耳塞、耳罩及护肤用品等。对新入厂的职工必须经过三级安全教育，并通过考试，考试合格取得安全作业证后方可上岗。11.4劳动安全卫生机构设置及人员配备情况本工程设有安全环保处，负责全公司的安全监督、安全检查、劳动保护和安全教育工作，安全环保部下设气体防护站。气体防护站定员10人，配有毒气体检测仪、空压机等安全卫生设备及其它救护装备。12劳动定员12.1 工厂管理体制本项目实行总经理负责制，按现代化企业制度设置管理体制。公司实行全员聘用制和劳动合同制度，设置将精干、简单、适用80、高效的管理机构。公司的管理层次设置公司、职能部门二级，以使工厂的生产和经营指挥通畅，管理成本低、效益高，从而成为一个按现代化企业管理模式运作的工厂。工厂分设生产部、技术开发部、营销部、财务部、行政管理部、安全部七个部门，其中公司的安全部负责管理中央化验室、环保监测站、气体防护站及消防站；生产部统一负责进行生产装置、辅助设施和公用工程的生产调度和技术管理，下设9个车间进行生产操作和维修。表121 工厂生产及管理机构设置序号部门管理范围主要任务1原料车间原、燃煤库装置负责原、燃料煤卸车、贮运等。2气化车间碎煤气化装置负责原料煤的分级、气化等。3空分车间空分、空压站装置负责空气分离、仪表空压站等。81、4甲烷化车间气体净化、甲烷化、冷冻、硫回收装置负责气体净化、甲烷化、焦油回收、石脑油回收。5回收车间氨回收、硫回收、酚回收装置回收氨、酚、硫产品。6成品车间成品罐区、成品站台装置负责成品贮运、成品装车发货等。7压缩车间气柜、压缩装置天然气储存和输送8动力车间供排水、供配电、电信、供热、发电系统、火炬系统、污水处理系统、渣场等装置负责全厂供排水、消防水、供配电、电信、供热、发电系统、火炬系统、污水处理系统、渣场等9维修车间维修中心负责机修、电修、仪修和备品备件仓库。12.2 全厂定员本项目生产装置为连续操作，年运行时间为333天。生产车间按三班制操作运行，按五班配备人员即五班三轮制。个别操作系统82、视操作运行情况，可按一班制确定定员。总定员1700人，其中管理人员220人，生产人员1480人。12.3 人员来源和培训本工程为煤气化生产天然气的联合化工项目，产品多，装置多，流程复杂，设备先进，科技含量高，自动化水平高，对管理人员、技术人员及操作人员的文化素质要求严格。因此必须高度重视对各类人员的培训工作，工厂技术人员、管理人员和主生产装置操作工必须为大学本科以上学历人员。对国外进口的DCS控制系统、大型机泵设备、关键容器设备，必须在制造厂进行技术培训，掌握这些设备的开车、维修方法。属国内设计的装置，要选择国内同类型的生产厂对操作人员进行培训，以保证顺利开车，正常安全生产。本项目技术、管理和83、操作人员拟通过国内招聘方式解决，高级管理人员由业主委派。13 项目实施计划13.1 项目建设周期的规划本项目是一个大型碎煤气化生产天然气并同时生产其他产品的化工项目，项目的特点是技术先进、生产装置多、投资大、要求高、工程量大。为了搞好工程建设，针对本工程的特点，对工程的前期工作、工程设计、设备材料的采购等对工程的建设周期、建设质量、建设投资有较大影响的各个建设环节必须予以高度重视。由于项目各生产装置的复杂性，技术密集性，需要做好科学、详实、周密的建设计划，做好询价、交流、比选和谈判等工作。为了缩短项目建设工期，争取早建成、早见效，本工程拟采取以下措施：安排设计、采购、施工安装、培训和试车等不同84、阶段在时间上作合理的交叉，尽可能缩短建设周期；设计工作，特别是引进装备的技术、商务招标和谈判提前介入，在保证设计质量的同时，节约时间；对制造周期长的装备创造条件提前订货，保证设备供货能满足建设进度需要；采取各种措施保证北方寒冷地区的施工周期与施工质量。采取以上各种有效措施、合理安排衔接工程建设的各个环节，本项目在可行性研究获批后，用三年的时间建成投产。工程的实施分为以下七个阶段：（1） 引进技术谈判签约；（2） 专利商工艺包及基础设计阶段；（3） 基础工程设计/初步设计阶段；（4） 详细工程设计阶段；（5） 设备采购阶段；（6） 土建、安装阶段；（7） 联动试车和投料试车阶段。13.2 项目实85、施进度规划本工程各阶段实施进度规划如下：（1）引进技术谈判签约阶段可行性研究报告审批后，完成本项目这样的特大型工程的所有引进技术的交流、招投标和签约，计划用2个月的时间。与此同时，确定本工程设计基础。（2）专利商工艺包及基础设计阶段本阶段全部工作由国内设计院配合提供专利技术、专利设备的专利商完成，计划用3个月的时间。 （3）基础工程设计/初步设计阶段本项目主要生产技术均为引进，本阶段需要较长时间。从专利公司正式提交引进技术的装置基础工程设计之日算起，本阶段计划用3个月的时间。（4）详细工程设计阶段 从完成基础工程设计/初步设计之日算起，本阶段计划用8个月的时间。（5）设备采购阶段从关键引进设备86、基础设计开工算起，设备材料订货到采购完成并运抵施工现场，计划用12个月的时间。这个阶段的工作包括设备和材料的订货、催交和运输。（6）土建及安装阶段在基础工程设计完成后，从场地平整开始到电气和仪表安装完成为止，计划用15个月的时间。这个阶段的工作包括土建施工（厂区三通一平、道路和建筑物施工、设备基础施工等）、钢结构施工、设备、电气、仪表和管道安装及管道设备等的防腐、保温、涂漆等。（7）联动试车和投料试车阶段从单机试车到投料试车为止，本阶段计划用2个月的时间。这个阶段的工作包括单机试车、联动试车、投料试车。上述项目建设的各阶段在整个建设期间尽量合理安排、交叉进行。14 投资估算14.1 工程概况本87、项目系xx投资控股集团40亿立方米/年煤制天然气项目。本项目拟从国外引进工艺包、关键设备和特殊材料，部分设备材料为国内分交。与工艺生产装置配套建设的包括辅助生产项目、公用工程项目、服务性等项目。14.2 投资估算 项目总投资：220亿元； 其中：建设投资：198.8亿元； 建设期贷款利息：18.6亿元；铺底流动资金：3.1亿元。14.3 编制依据(1)国石化规发（1999）195号文关于化工建设项目可行性研究投资估算编制办法的通知。(2)中价化发（2006）10号关于印发化工建设安装工程费用定额的通知。14.4 估算指标（1）安装工程：采用综合指标方法（系数法）和参照类似工程项目进行各专业估算88、编制。（2）建筑工程：建筑物按平方米造价、构筑物按立方米造价、土石方按立方米、道路按平方米造价等指标估算。14.5 工程税费说明 （1）本工程引进设备材料的从属费用按免征关税、增值税考，计取银行财务费、外贸手续费考虑。（2）引进设备材料国内运杂费按硬件费的3.1%计，国内设备运杂费按设备原价的10%计。（3）基本预备费：国内部分按10%计取，引进部分按4%计取。15 财务评价15.1. 基础数据15.1.1 产品方案及生产规模本项目的产品方案及生产规模为:年产天然气40亿立方米年产焦油51万吨年产石脑油10万吨年产粗酚6万吨年产液氨5万吨年产硫磺10万吨年操作时间8000小时15.1.2 项目89、投资与资金来源本项目总投资 220亿元，其中建设投资198.8万元，建设期贷款利息18.6亿元，流动资金3.1亿元。需要筹措的资金总额为 200亿元，来源如下:(1) 申请商业银行长期贷款元，年利率为7.5 %；(2) 资本金 39.8亿元；(3) 流动资金中70%(72816万元)申请商业银行短期贷款，年利率为7.0%。流动资金明细见附表1。15.1.3 资金使用规划项目计算期为18年，包括3年建设期。在3年建设期内，建设投资每年按30%、40%、30%比例投入。项目投产后的生产负荷第一年按80%，其余各年均按100%计算。流动资金随生产负荷逐步投入使用。15.1.4 产品价格及税率天然气销90、售价格按1.6元/立方米，增值税率为 13%；焦油价格按 1500元/吨，增值税率为 17%石脑油价格按 2800元/吨，增值税率为 17%粗酚价格按 4500元/吨，增值税率为 17%液氨价格按 1400元/吨，增值税率为 17%硫磺销售价格按600元/吨，增值税率为 17%。城乡建设维护税及教育费附加分别取增值税的7%和3%。企业所得税按 25% 考虑。15.2. 财务分析 成本估算逐年总成本费用测算见附表 2。表151 原材料价格、消耗项 目单 价(含税)增值税率年消耗原料煤160元/吨13%1272.7万吨石灰石、催化剂及化学品17%5000万元燃料煤120元/吨13%360万吨原水191、.7元/吨13%2700万吨电0.4元/度17%112000万度人工工资及附加50000元/人.年1700人本项目的年均总成本费用581428万元。15.2.2 销售收入、利润及税金逐年的销售收入、利润及税金测算见附表3。本项目年均销售收入为774018万元，年均销售税金60655万元，年均利润总额131934万元。 投资利税率与投资利润率本项目投资利税率为11.16%, 投资利润率8.36%。15.2.4 偿还贷款能力与偿还贷款年限按有关规定，偿还贷款能力包括项目建成投产后每年的未分配利润、年基本折旧费和摊销费。偿还贷款资金来源与偿还贷款年限计算见附表4。15.2.5 现金流量及评价指标 全92、投资财务现金流量表见附表5。表152 财务评价评价指标 指标名称所得税前所得税后投资回收期9.98年11.22年净现值（ic=8%）448199万元256819万元内部收益率（IRR）11.22%9.94%投资回收期中含建设期3年。通过上述评价指标可以看出,本项目经济效益较好，基准收益率为8%，所得税前净现值大于零,所得税前内部收益率大于基准收益率。15.3 敏感性分析为了考查本项目的抗风险能力,对影响项目经济效益的主要因素做敏感性分析。关于产品销售收入、建设投资、总成本变化时影响企业经济效益的敏感性分析见下表。表153敏感性分析表变化率销售收入建设投资经营成本+10%12.478.79.9493、-10%7.1311.389.95税后内部收益率9.949.949.94+10%8.9410.589.99-10%11.479.379.98税后投资回收期9.989.989.98从敏感性分析表可以看出, 产品销售收入对项目经济效益的影响最为敏感。15.4. 结论从上面的财务分析看，本项目投产后年外供天然气40亿立方米、焦油51万吨、石脑油10万吨、粗酚6万吨、硫磺10万吨、液氨5万吨，所得税后内部收益率为 9.94%，大于行业基准收益率8%，敏感性分析表明本项目有一定的抗风险能力，因此本项目是可行的。附表1 流动资金估算表序号项目周转天数/天周转次数/次投产期/年达到设计生产能力期/年456794、891011121314151617181流动资产110504.1137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.7137492.71.1应收账款301252298.565373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.265373.21.2存货201856127.870041.870041.870041.87095、041.870041.870041.870041.870041.870041.870041.870041.870041.870041.870041.81.3现金4092077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82077.82流动负债26775.733469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.62.1应付账款40926775.796、33469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.633469.63流动资金（1-2）83728.5104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.1104023.14流动资金增加额20294.60.00.00.00.00.00.00.00.00.00.00.00.00.00.0附表2 流动资金估算表序号项目投97、产期/年达到设计生产能力期/年456789101112131415161718生产负荷（%）80%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%1外购原、燃料动力240981.1301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.4301226.42工资及福利8500.08500.08500.08500.08500.08500.08500.08500.08500.08500.098、8500.08500.08500.08500.08500.03修理费64884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.464884.44折旧费138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.05摊销费2666.7666.7666.7666.7666.7666.76699、6.7666.7666.7666.7666.7666.7666.7666.7666.76销售费用6275.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87844.87财务费用139143.2131819.9118044.9103495.088126.771893.954748.036637.717508.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67.1长期借款利息133282.2124538.3110763.396213.480845.164612.3100、47466.429356.110227.00.07.2流动资金借款利息5861.07281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.67281.68其他管理费用10200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.010200.09总成本费用611071.1663562.0649787.0635237.1619868.8603636.0586490.15101、68379.8549250.8539023.7539023.7539023.7539023.7539023.7539023.710经营成本330841.3392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5392655.5附表3损益表序号项目投产期/年达到设计生产能力期/年456789101112131415161718生产负荷（%）80%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100102、%100%1销售收入6275827844787844787844787844787844787844787844787844787844787844787844787844787844787844782销售税金及附加4918061475614756147561475614756147561475614756147561475614756147561475614753总成本费用6110716635626497876352376198696036365864905683805492515390245390245390245390245390245390244利润总额（1-2-3）-32669594103、4173216877661031341193671365131546231737521839791839791839791839791839791839795所得税-816714860183042194125784298423412838656434384599545995459954599545995459956税后利润-2450244581549126582477351895251023851159671303141379841379841379841379841379841379846.1盈余公积金13031.413798.413798.413798.413798.413798.4137104、98.46.2应付利润1172831241861241861241861241861241861241866.3未分配利润-2450244581549126582477351895251023851159677累计未分配利润-245022007974991140815218166307691410075526043526043526043526043526043526043526043526043附表4 借款还本付息表序号项目建设期/年投产期/年达到设计生产能力期/年1234567891011121人民币借款1.1年初借款本息累计495156.41192501.71777095.8166051105、0.71476843.51282845.01077934.1861497.0632885.2391414.1136360.2本金477259.21113604.81590864.01660510.71476843.51282845.01077934.1861497.0632885.2391414.1136360.2建设期利息17897.278896.9186231.81.2本年借款477259.2636345.6477259.21.3本年应计利息17897.260999.7107334.8133282.2124538.3110763.396213.480845.164612.347466.42106、9356.110227.01.4本年偿还本金116585.0183667.2193998.5204910.91077934.1861497.0632885.2391414.1136360.21.5本年支付利息133282.2124538.3110763.396213.480845.164612.347466.429356.110227.02还本资金来源2.1未分配利润-24501.644580.654911.965824.377350.589525.1102384.5115967.32.2折旧费138420.0138420.0138420.0138420.0138420.0138420.013107、8420.0138420.0138420.02.3摊销费2666.7666.7666.7666.7666.7666.7666.7666.7666.73还本资金合计116585.0183667.2193998.5204910.9216437.2228611.7241471.2255053.9139086.63.1偿还人民币本金116585.0183667.2193998.5204910.9216437.2228611.7241471.2255053.9136360.23.2还本后余额0.00.00.00.00.00.00.00.02726.5附表5 全投资现金流量表序号项目建设期/年投产期/年达108、到设计生产能力期/年123456789101112131415161718生产负荷（%）80%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%100%1现金流入627582.3 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 975013.4 1.1产品销售收入627582.3 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784109、477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 784477.8 1.2回收固定资产余值86512.5 1.3回收流动资金104023.1 2现金流出596574.0 795432.0 596574.0 455582.5 489285.3 472434.4 476071.9 479914.0 483972.2 488258.7 492786.2 497568.5 500125.3 500125.3 500125.3 500125.3 500125.3 500125.3 2.1固定资产投资110、596574.0 795432.0 596574.0 2.2流动资金83728.5 20294.6 2.3经营成本330841.3 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 392655.5 2.4销售税金及附加49180.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61475.0 61111、475.0 61475.0 61475.0 2.5所得税-8167.2 14860.2 18304.0 21941.4 25783.5 29841.7 34128.2 38655.8 43438.0 45994.8 45994.8 45994.8 45994.8 45994.8 45994.8 3净现金流量（1-2）-596574-795432.0 -596574.171999.7 295192.5 312043.4 308405.9 304563.8 300505.6 296219.2 291691.6 286909.3 284352.6 284352.6 284352.6 284352.6112、 284352.6 474888.1 4累计现金流量-596574.-1392006.0 -1988580-1816580-1521387.8 -1209344.-900938.5 -596374.6 -295869.350.1 292041.7 578951.0 863303.6 1147656.1432008.7 1716361.2000713.8 2475602.5所得税前净现金流量-596574.0 -795432.0 -596574.0 163832.5 310052.7 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 330347.3 520882.9 6所得税前累计净现金流量-596574.0 -1392006.0 -1988580.0 -1824747.5 -1514694.8 -1184347.4 -854000.1 -523652.7 -193305.4 137041.9 467389.3 797736.6 1128083.9 1458431.3 1788778.6 2119126.0 2449473.3 2970356.2