1、煤电化循环经济产业园甲醇生产及转化技术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17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51.1 概述51.2 编制单位、编制依据和原则8可行性研究报告的编制单位：81.3 项目背景、建设意义12和石脑油制烯烃技术路线比2、较，本项目以配套的当地东胜煤矿191.4 项目范围201.5 研究结论231.6 存在问题和建议291.7 风险分析292市场预测121甲醇122 聚丙烯2523竞争力分析3724市场风险分析393. 生产规模、总工艺流程、产品方案13.1 生产规模13.2 总工艺流程13.3 产品方案1注：由于烯烃转化的大型工业化生产的技术来源还未确定。为了给下一步的项目积累经验，打下基础，计划先上一套20万吨/年甲醇生产线及其配套的公用工程、辅助设施。23.4 产品规格及质量标准24工艺技术方案14.1甲醇装置1消耗定额，以煤吨甲醇计（100%）294.2 空分装置30工艺说明323套制氧能力60000N3、m3/h成套空分装置。334.3 甲醇制烯烃装置34消耗指标444.4 聚丙烯装置49Borealis634.5 全厂自控方案885. 原料、辅助材料及动力供应15.1 原料供应15.2 辅助材料供应55.3 水、电、汽供应76. 建厂条件和厂址方案16.1 建厂条件1给水工程76.2 厂址方案87公用工程和辅助设施方案17.1总图运输17.2 给排水7主要设备一览表247.3脱盐水317.4 供电及电讯347.5热电车间66(1)热负荷表2-1-168(2)蒸汽平衡697.6 贮运及机械化运输907.7 空气供应987.8 采暖通风及空气的调节101设计中采用的主要标准及规范1037.9 维4、修107仪修1087.10 中央化验室110表 中心化验室主要分析设备表1157.11 土建128主要自然条件1281. 主要气象资料：128设计原则：1295. 备煤装置除考虑防爆要求外，还要考虑降低粉尘的措施。130结构设计1301. 地基方案1302. 建、构筑物结构方案130主要采用规范及标准1328 节能/能耗及节能措施18.1 概述18.2 能耗指标分析18.3节能措施综述3甲醇装置节能措施综述39环境保护19.1 厂址与环境现状19.2 设计采用的环保标准59.3 主要污染源及污染物69.4 环境保护与综合利用15噪声的防治189.5 环境保护投资估算1910劳动保护与安全卫生15、10.1劳动保护与安全卫生1安全卫生投资估算1210.2 消防1311. 工厂组织和劳动定员111.1 工厂管理体制111.2 全厂定员311.3 人员来源和培训712项目实施规划112.1 建设周期的规划112.2 实施进度规划213. 投资估算和资金筹措113.1投资估算1项目投资及投资分析213.2资金筹措1014. 财务分析1114.1 编制依据1114.2 计算依据1114.3 产品成本估算1214.4 财务评价13社会分配效果分析1514.5小结17 1. 总论1.1 概述 项目名称及建设单位基本情况.1 项目名称：*煤电化循环经济产业园煤制200万t/a甲醇及转化烯烃项目。 .26、 项目建设性质本项目属于新建项目，项目建设的投资构成为资本金占30%，银行贷款占70%；经营体制及管理机制采用现代企业机制，按公司制进行经营和管理。.3 项目建设地：自治区市。 建设单位基本情况.1 建设单位名称、法人代表建设单位：*矿业投资有限公司法人代表：.2 建设单位概况*矿业投资有限公司注册成立于2004年11月，公司由XX*矿业集团有限公司(股比70)、XX*煤电开发有限公司(股比20)与中矿广源矿产开发有限公司(股比10)共同投资组建。公司注册地在自治区准格尔旗薛家湾镇，主要从事矿业开采，地质勘探，煤炭深加工，电厂投资，矿业机械设备、建筑材料和化工产品销售及矿业技术服务等领域。公司7、按照总体规划、分步实施；体制创新、科学管理；立足煤矿、煤电化一体开发的发展战略，依托丰厚的煤炭资源，建设以煤炭为基础、以电力和煤化工为主体的大型煤电化能源产业基地，根据*集团制定的发展规划，到2015年，将分三期建设成煤炭产量3600万t/a，电厂装机容量3600MW，煤化工产品约500万t/a的煤电化产业基地，本项目为一期煤制200万t/a甲醇及转化烯烃工程，计划2005年开工建设，2008年全面建成。XX*矿业集团有限公司、XX*煤电开发有限公司和*矿产开发有限公司均系*集团的子公司，注册地分别在XX省济南市、XX省*市和北京市。XX*矿业集团有限公司作为*集团公司四大核心企业之一，主要从8、事矿产资源开发、生产、销售、储运、供应等业务，是拥有完整产业链的大型矿业集团。XX*煤电发展有限公司成立于1998年4月，注册资本金5亿元，系*集团“煤、电、化”综合开发巨野煤田的专业公司。中矿广源矿产开发有限公司是*集团的全资子公司，公司注册资本1亿元人民币。*集团是一家产权多元化、集团化发展的现代企业集团，以矿产资源、电源、城市基础设施和房地产、工程建设四大产业为核心业务，经营领域涉及金融证券、信息科技、商贸旅游、体育文化、工业实业等。在2002年发布的“中国企业500强”中，*集团位居第45位，被中国企业联合会、中国企业家协会评为“中国2000年度十大最具影响力企业”，“*”品牌无形资产9、1999年评估价值428亿元，自2000年以来连续三年被评为“中国十大公众认知商标”，2004年被国家工商总局认定为中国“驰名商标”。*集团成立以来，抓住机遇，开拓创新，适时调整发展战略，积极进行资本运营，公司的资本结构不断优化，核心竞争能力不断增强，管理方式、方法和手段逐步科学化和规范化，是一个具有较高知名度、较强市场竞争能力的全国性大型企业集团公司。为积极响应国家发展大型企业集团，实现产业报国的信念，*集团制订了战略投资规划，确定发电、矿业作为*集团主要的投资领域。在矿产资源开发领域，*集团发展重心以一、二次能源为主，通过煤炭、铝土资源开发和煤、电、化、冶综合开发利用，成功涉足了煤炭、铝土10、石膏、黄金等矿产资源产业，实现了迅速的发展和扩张。自1997年进入资源产业以来，在XX、山西及其他西部地区建成或在建多个煤电、煤电化、煤电铝及高载能一体的大型项目，投产及在建煤矿总产能2900万t，运营发电装机容量5200MW，在建装机容量7100MW。同时，经过长期努力和实践，形成了先进和高效的资源产业投资战略和运作策略，建立了较为成熟和完善的工程建设和运营体系。 *集团坚持以发展为第一要务，在保持跨跃式发展的基础上调整结构，从以煤炭的生产、销售为主，逐步向煤炭的深加工和煤化工为主转化，提高发展的质量和效益；坚持体制创新和制度建设，加快企业改革的步伐；坚持以人为本，树立统筹协调的可持续发展11、观，努力增强企业竞争力，加快向大公司大企业集团战略目标迈进的步伐。煤制烯烃项目不仅对*集团意义重大，对国家的能源安全也具有重大战略意义。1.2 编制单位、编制依据和原则 可行性研究报告的编制单位：中国XX工程公司地址：四川XX人民南路四段二十八号XX电力工程咨询院（热电车间自备电站的编制单位） 编制依据（1）中国XX公司与*矿业投资有限公司签定的技术咨询合同书，合同号：。(2)自治区人民政府“内政字(2004)436号”自治区人民政府关于加快发展能源重化工工业进一步推进煤炭资源优化配置的意见。(3)市国家能源重化工基地发展战略研究(修改稿)，国务院发展研究中心发展战略和区域经济研究部，200412、.08。(4)市煤制甲醇开发利用规划(20042010年)讨论稿，2003.12。(5)*煤电化产业基地总体规划方案。(6)达拉特旗20052010年工业经济发展规划，达拉特旗发展计划经济贸易局，2005.03。 (7)关于同意*矿业投资有限公司年产200万吨煤制甲醇及转化烯烃项目备案的通知“内发改工(2005)786号”。(8)自治区水利厅关于*矿业投资公司年产200万吨煤制甲醇转烯烃项目用水的批复“内水政(2005)108号”。(9)自治区水利厅关于*矿业投资有限公司200万吨/年煤制甲醇转烯烃以水权转换方式取用黄河水的报告“内水政(2005)126号”。(10)市水利局关于确定达旗工业项13、目黄河取水口的函“鄂水函(2005)230号”。(11)市人民政府转发自治区人民政府关于企业自备电厂并网有关问题的通知的通知“鄂政函(2005)117号”。(12) 市水利局关于调整用水指标的函“鄂水字(2005)205号”。(13)自治区环境保护局关于*矿业投资有限公司200万吨/年煤制甲醇转烯烃项目立项的环境保护审查意见“内环字(2005)192号”。(14) 电力（集团）有限责任公司关于*200万吨煤制甲醇转烯烃2125兆瓦自备热电机组接入蒙西电网的函“内电计(2005)320号”。(15) 市环境保护局关于*矿业投资有限公司200万吨煤制甲醇转烯烃项目环境保护立项审查意见“鄂环发(2014、05)159号”。(16) 市国土资源局关于同意*矿业有限公司200万吨煤制甲醇转烯烃项目用地的函“鄂国土资土字(2005)97号”。(17)市规划局关于*矿业投资有限公司兴建*200万吨煤制甲醇转烯烃项目规划预选址的批复“鄂规发(2005)93号”。(18)市人民政府关于同意*矿业投资有限公司煤制甲醇转烯烃项目取用黄河水实行水权转换的承诺函“鄂政函2005)135号”。(19)达拉特旗交通局关于*煤电化循环经济产业园煤制180t/a甲醇及转化烯烃项目公路运输的复函“达交发(2005)159号”。(20) 自治区国土资源厅关于达拉特旗年产200万吨煤制甲醇转烯烃项目用地计划的意见“内国土资字(15、2005)408号”。(21)中国建设银行股份有限公司自治区分行中国建设银行贷款意向书“2005年第19号”。(22)中国有色金属工业西安勘察设计研究院提供的*200万吨煤制甲醇转烯烃厂址岩土工程勘察报告书(可行性研究阶段)。 编制原则 （1）结合厂区建设条件，以节省投资，保证工程质量，提高经济效益为原则，贯彻执行国家的一系列基本建设的方针政策和有关法规，做到切合实际、技术先进、经济合理、安全适用。（2）本项目拟采用目前世界上先进的煤气化和甲醇制烯烃工艺技术并由国外引进关键设备。国内配套部分首先考虑应用国内已有成熟技术和生产经验的装置和设备。（3）充分贯彻节省和循环经济的原则，实施煤化工与热电16、相结合。 （4）整个工程规模应考虑近期生产需要和远期的发展需要。同时装置的设计原则应尽可能达到布置一体化，生产装置露天化，建筑结构新型化，应用材料轻型化，公用设施社会化，设备材料国产化。 （5）认真总结国内外同类石油化工装置的建设经验和教训，做到设计技术先进、可靠、保证长周期稳定运转和安全生产。（6）产品品种方案要结合国内市场的需求，可灵活调整产品牌号。（7）遵守环境保护法，生产中的“三废”需予以处理，以符合规定的排放标准。（8）贯彻“安全第一，预防为主”的方针，遵循现行防火、安全卫生和劳动保护等有关规范，确保本项目投产后能安全稳定生产，符合职工安全卫生的要求，保障劳动者在劳动过程中的安全和健17、康。（9）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，减少一次水用量，使当地宝贵的水资源得到充分利用。1.3 项目背景、建设意义 项目背景按照国家西部大开发的大政方针和战略规划，在自治区政府的正确领导及各级政府的大力支持下，*矿业投资有限公司计划在自治区市利用当地丰富的煤炭资源建设煤制200万t/a甲醇及转化烯烃项目。 我国现在已成为世界石油消耗大国，但石油剩余探明储量到2000年初约为32.7亿t，仅占世界探明储量的2.3，人均探明储量约为世界平均水平的1/10；同时，1996年以后我国陆地油田大部分已进入稳定开采阶段，石油产量一直在1.6亿t/a左右徘徊。因此，为了弥补18、石油产量的严重不足，国家每年花费大量外汇进口石油，而且随着我国现代化进程的加快，石油进口量将持续增加，2004年石油进口量约1.2亿t，已占消耗量的约43。随着国际石油价格的不断升高及中东地区政局动荡，石油大量进口不仅花去国家大量外汇，而且对我国能源安全造成很大威胁。甲醇是重要的有机化工原料，在发达国家其产量仅次于乙烯、丙烯和苯，居第四位，由甲醇生产的化工产品可达数百种。同时甲醇也是宝贵的液体洁净燃料，是石油资源的替代品之一，随着我国石油资源的日益短缺，我国对甲醇的需求量也将越来越大。我国现有的甲醇生产装置大部分规模较小，生产成本高，在市场经济条件下，这些小装置将在竞争中陆续被淘汰。生产能力大19、产品质量好、生产成本低的大型甲醇生产装置在竞争中将处于有利地位，其生产能力将继续扩大，市场份额也将继续增加。甲醇目前市场行情较好，但随着国内甲醇项目大量建设，在甲醇市场容量没有新的突破情况下，未来甲醇市场可能面临激烈竞争，利用甲醇转化制烯烃等高附加值的下游产品将是解决甲醇过量集中的明智之举。甲醇转化烯烃技术通过聚合可制取聚丙烯或聚乙烯。聚丙烯(PP)合成树脂(塑料)是丙烯最重要的下游产品，因其具有良好的耐热性、耐腐蚀性、电绝缘性和密度低等特点，使其应用在近20年内得到迅猛发展；聚乙烯(PE)在涂层料、电缆料和管材等行业应用前途广阔，而我国聚丙烯和聚乙烯国内生产满足不了需求，每年不得不大量进口20、，国内聚丙烯和聚乙烯的自给率始终徘徊在4050。随着国民经济的快速发展，能源需求越来越大，煤、电、油产品的运输成了制约国民经济快速发展的瓶颈，开发煤炭资源，实现煤炭的就地加工转化是解决这个问题的重要手段。中国石油资源短缺，而煤炭资源相对丰富，建设煤化工项目，生产石油替代产品，是解决我国能源紧张的一条重要途径。市煤炭资源丰富，煤炭探明储量1244亿t，约占全国的1/6，已开发的主要有准许格尔、东胜、万利、西卓子山煤田，2003年煤炭产量达8000万t。将煤炭就地转变为优质的煤化工产品，提升煤炭产品的附加值，可为当地政府和开发企业创造巨大利益，同时实施煤炭洁净转化也符合国家可持续发展的经济战略。本21、项目以东胜煤田煤炭资源为切入点，利用当地煤炭资源建设煤制200万t/a甲醇及转化烯烃项目，符合国家节能与环保的产业政策，符合国家西部大开发的战略规划，对于自治区变资源优势为产业优势，进而转化为经济优势，促进全区经济快速发展，都具有十分重大的意义，而且能给国家及建设单位带来巨大的商机及经济效益，前景十分广阔。*集团面对地区丰富煤炭资源，响应国家西部大开发战略，为实现优势互补，促进的经济发展，在市规划建设“*煤电化循环经济产业园”。本项目是该煤炭产业化项目中的重要组成部分，并作为产业园的先期项目予以实施。该项目建成投产后，不仅可以带动自治区煤田的综合开发，促进资源型城市的产业结构调整和转变，而且能22、够带动地方其它产业发展，增加地方财政税收，提升市整体经济和技术水平。*矿业投资有限公司多次组织专家和技术骨干人员赴达旗实地考察，经证明项目原料来源稳定，水源充足，运输便利，自然环境及配套建设条件良好，市对*建设大型煤化工项目给予极大支持，具有明显的区位优势。同时他们也组织专家与UOP，Lurgi,Davy等公司就大型甲醇、甲醇制烯烃等技术进行了交流，深入研讨了煤制烯烃工艺和技术问题，为开展可研工作做好了技术准备。 项目建设的必要性和投资意义(1)发展煤经甲醇制烯烃产业对缓解我国石油供需矛盾具有重要意义石油是保障国家经济命脉和政治安全的重要战略物资，在国际政治、经济乃至军事舞台上常常扮演重要角色23、。近几年我国石油消费和石油进口维持相当高的增长速度，使得我国的石油供应、消费、进口及国家能源战略安全形势非常严峻，成为西方国家关注的焦点之一。1999年我国原油净进口量占世界原油贸易总量的0.14，2000年净进口份额提高到3.36。2000年我国从中东进口的石油占进口总量的43.49，今后所占比例可能更大。对石油资源的争夺是美、日中东战略的核心。“9.1l”事件和美国对伊拉克战争从根本上改变了该地区的地缘政治结构，近来中东地区的发展局势，使我国石油供应的战略安全受到重大威胁。国际政治形势的不稳定性，要求我国必须尽快采取保障能源供应安全的措施，尽可能对可能产生的能源危机有相应的战略应对措施，以24、保障能源供应的战略安全，推动我国经济快速发展。我国国民经济和社会发展第十个五年计划纲要把抓紧解决好石油等战略资源列为重要指导方针之一，并明确把开发石油替代产品、维护国家能源安全作为能源战略的重要内容。我国面临的石油形势不容乐观，石油资源比较贫乏，人均石油资源量只有世界人均水平的五分之一。到2000年底，我国累计探明的石油地质储量200多亿吨，剩余可采储量为33亿吨，仅占世界的2.3%。资源品位不高、开采难度较大、生产成本增加，致使我国近几年石油产量一直徘徊在1.6亿吨左右，如果没有重大发现，产量大幅度增加的可能性不大。而我国的石油消费进入二十世纪九十年代以来迅速增长，供需缺口逐年加大，只得依靠25、进口解决。自1993年成为石油净进口国后，进口量逐年加大，到2002年我国石油净进口量已超过7000万吨，约占当年国内总消费量的30。随着我国经济的进一步稳健发展，这种态势将进一步扩大。这一增长态势，已引起世界各国的广泛关注。预计2010年我国石油进口量将可能高达消费总量的40，全年进口石油1.5亿吨。预计2015年，我国石油需求量为3.6亿吨，缺口达1.9亿吨，石油自给率只有50左右。如此大规模的石油进口，增加了我国对国外资源的依赖程度，世界石油市场稍有“风吹草动”，出现暂时和局部的供应短缺以及油价的异常波动，都将对我国石油供给和国民经济的持续发展产生重大的影响和严重地冲击，将直接威胁到我国26、的经济安全乃至政治安全和社会稳定。石油安全问题已成为我国不可回避的现实问题。与石油相比我国更拥有丰富的煤炭资源，我国是世界最大的煤炭生产国和消费国。到1999底，我国累计探明的煤贮量超过10000亿吨，煤贮量占已探明的各种能源(煤炭、石油、天然气及水电)总储量的90。本项目充分利用我国丰富的煤炭资源，开发以煤为原料制取石油化工产品的技术及产业，为解决我国石油短缺开辟了一个新的途径，对减少石化产品对石油的需求具有重要意义。(2)项目建设是贯彻党中央西部大开发战略，发展地方经济的需要党中央、国务院做出了西部大开发战略，明确指出，不失时机地实施西部大开发战略，直接关系到扩大内需、促进经济增长，关系到27、民族团结、社会稳定和边防巩固，关系到东西部协调发展和最终实现共同富裕。强调要抓住机遇，不失时机地实施西部大开发战略，把西部地区的发展潜力转换为现实生产力，把潜在市场转换为现实市场，把资源优势转换为经济优势，为国民经济提供更广阔的空间和巨大的推动力。党中央的决策，为西部地区的经济发展提供了契机。本项目的建设可以发挥煤炭资源优势，生产的聚丙烯产品可以缓解国内聚丙烯产品供需矛盾，增加地方就业机会，增加税收，推动地区社会经济的发展，缩小东西部发展差距，实现东西部地区优势互补，共同发展，把资源优势转换为经济优势，为西部大开发做出贡献。(3)发展煤化工制取烯烃，是煤炭行业优化产业结构，提高附加值，谋求可持28、续发展的客观选择以煤为原料制取甲醇，进而制取烯烃技术的工业化，为煤炭的化工利用开辟了潜力巨大的前景，为煤炭企业提供了新的发展机遇和发展空间，将有利于煤炭行业优化产业结构，提高附加值，谋求可持续发展，提高煤炭行业的综合实力。(4)增加建设地的就业机会、推动当地的社会经济进步以煤为原料制取甲醇，进而制取烯烃项目是一个大的工程，工程的建设需要建设地提供相应的基础设施和生活服务，工程的运行将为地方带来可观的税收。因此，本项目的建设将增加当地的就业机会，改善当地的基础设施，推动当地社会、经济的发展。(5)项目建设可以缓解国内聚丙烯产品供需矛盾，减少进口1995-2001年间，我国聚丙烯产量的年均增长率为29、21.8，超过了表观消费量和进口量的年均增长率(21.1和11.7)，自给率也由1995年的49.2上升到2001年的61.6。2002年我国海关统计的聚丙烯进口量为244万吨，较2001年增加了17。预计我国聚丙烯消费总量在2005年将达到840万吨，缺口301万吨；2010年消费总量将达到1280万吨，缺口651万吨。本项目的建设可以缓解国内聚丙烯产品供需矛盾，减少进口。(6)本项目是现代煤化工的发展方向，产品有较强的市场竞争能力我国煤炭资源十分丰富，石油资源相对短缺，大力发展新一代煤化工产业是我国技术经济发展过程中必须采取的一项措施，新一代煤化工产业的主要特征是煤的洁净利用。发展煤洁净利30、用技术是我国21世界煤化工发展方向。煤洁净利用的关键技术是煤气化技术、煤液化技术、碳一化学合成及多联产工艺技术。和石脑油制烯烃技术路线比较，本项目以配套的当地东胜煤矿生产的廉价煤炭为原料，通过大规模装置制造低成本的甲醇，然后采用MTP技术制得低成本的烯烃。根据本项目经济分析，聚丙烯不含税完成成本为2619元/吨，加上15利润率和17增值税后，出厂价格为3524元/吨。若保本销售，出厂价格为3064元/吨。截止目前，国内市场聚丙烯几乎全部来自于原油。根据价格分析，近八年国内市场聚丙烯平均价格为6397元/吨，国内市场聚丙烯最低价格出现在1999年，年平均价格为5428元/吨。近八年我国进口聚丙烯31、平均价格(CIF)为676美元/吨，完税价格为699l元/吨。近八年我国进口聚丙烯最低年平均价格出现在1999年，为631美元/吨，完税价格为6526元/吨。其中关税6.5，增值税17，汇率8.3。进口聚丙烯平均价格和最低价格均高于国内市场价格。根据以上价格比较，本项目聚丙烯产品与国内市场聚丙烯相比，具有较强市场竞争能力，即使市场价格下滑至3100元/吨，仍可以实现保本销售，因此本项目聚丙烯产品具有很强的市场竞争能力。(7)项目建设的有利条件，可降低项目投资，提高经济效益。本项目财务分析综合指标较好，项目总投资1195873万元，年均可实现利润165443万元，所得税前内部收益率为1736，敏32、感性分析表明本项目有一定的抗风险能力。1.4 项目范围 本项目是以市东胜煤田的煤为原料，年产55万吨聚丙烯的大型化工联合装置，同时副产硫磺、LPG、汽油等副产品。该联合装置主要包括年产200万吨甲醇装置、55万吨MTP装置、55万吨聚丙烯工艺装置；装置区内所有的生产设施、公用工程设施、辅助工程设施、生活设施、环保设施、全厂道路、厂内铁路和厂外工程，详见表1-1项目主项表。其中热电车间自备电站由XX电力工程咨询院负责设计，其余部分由中国XX工程公司负责设计。表1-1 项目主项表序号主项名称主要内容备注1生产装置1.1甲醇装置包括备煤、煤气化、变换、低温甲醇洗、甲醇合成、甲醇精馏、灰水处理、空压、33、车间综合楼、车间变配电、硫回收、制氢、甲醇中间罐区、精甲醇罐区、甲醇区循环系统和控制室等200万吨甲醇年1.2空分装置1.3MTP装置包括甲醇转换烯烃单元、丙烯回收单元、中间产品和副产品罐区，车间综合楼、车间变配电、车间化验和控制室等1.4聚丙烯装置包括原料精制、催化剂配制、预聚合、均聚和聚合物汽蒸和干燥、挤压造粒、产品均化和贮存等工序，车间变配电等。55万吨聚丙烯/年1.5成品库(PP)包装线(大袋和小袋包装)、储存库、叉车、槽车散装装车站台、汽车装车站台。2.辅助工程2.1空分和空压站工厂空气、仪表空气及事故氮气2.2酸碱站为工厂提供盐酸和烧碱2.3中央化验室为全厂提供分析化验2.4中央调34、度室对全厂进行调度操作2.5维修中心机、电、仪维修服务2.6火炬系统安全处理工厂易燃气体3公用工程设施3.1全厂总图运输全厂总图和运输3.2热电车间供汽、供电3.3总变全厂供配电3.4除盐水系统为全厂生产提供除盐水3.5循环水系统为全厂生产提供循环水3.6污水处理系统处理全厂污水3.7厂区管网生产管线、公用工程管线连接3.8消防及火警系统消防和报警安全服务3.9全厂通讯通讯服务3.10全厂暖通包括热水站、全厂供暖管网、通风设施等4行政服务设施4.1办公楼4.2大门及值班室4.3食堂、单身公寓办公及生活服务4.4车库及其它生活设施1.5 研究结论 资源市位于自治区西南部，三面黄河环抱，总面积8.35、7万km2，境内资源富集，含煤面积约占全市总面积的80，为石炭二叠纪和侏罗纪复合煤田。煤炭探明储量1244亿t，约占全国韵1/6，已开发的主要有准格尔、东胜、万利、西卓子山煤田，2003年煤炭产量达8000万t，其中东胜煤田乌兰希里矿区为本项目煤源地，*集团能够总体协调原煤的供应量，确保本工程的资源供应可靠、稳定。因此本项目的原料和燃料资源是落实、可靠的。 能源结构 我国是一个多煤少油的国家，石油剩余可采储量仅占世界剩余可采储量的l.8。利用我国丰富的煤炭资源，采用国际上先进的煤制烯烃技术，生产出以往只能利用天然气或油作为原料的聚烯烃产品就是一项解决我国能源需求的有力措施。如果在较大的范围内推36、广煤化工项目，无疑将对我国能源结构调整产生非常深远的影响。 市场 本工程年产聚丙烯55万吨该产品为国内市场长期短缺的品种，市场广阔，本工程的建设可相对减少国家进口聚丙烯。根据国内外市场情况，本工程聚丙烯产品为50均聚产品、20无规共聚产品、30高抗冲共聚产品。根据市场调查研究表示上述产品在国内市场远景很好。随着甲醇应用领域的不断开拓，甲醇产品的市场前景也较乐观。目前我国甲醇市场供需矛盾十分突出，随着国民经济的高速发展，对甲醇的需求将逐年增长，从满足市场需求出发，建设一批规模大、技术新、成本低的甲醇装置是完全必要的。 规模 为节省投资，提高企业效益，根据东胜煤田情况及市优越的依托条件，本工程的主37、要工艺装置都为大型的经济规模，甲醇装置能力为200万吨/年、MTP装置能力为55吨/年、聚丙烯装置能力为55万吨/年。采用经济规模，意味着生产成本降低，结果表示在建设大规模的煤化工项目不仅是经济合理的，而且是现实可行的。由于甲醇烯烃转化还缺乏大型工业化生产的经验，同时XX*集团第一次涉足煤化工领域，为稳扎稳打，替下一步烯烃转化项目作好充分的准备，计划先上一套年产20万吨甲醇的生产线及其配套的公用工程和辅助设施。 投资 项目总投资1195873万元人民币(含外汇35299万美元)，其中建设投资1089838万元(含外汇35299万美元)，建设期利息的66082万元，流动资金39953万元。 经济38、 根据本报告经济效益的分析研究表明： 本项目年均利润165443万元，年均税后利润为115120万元，投资利润率为13.83，投资利税率为18.89，税前全投资回收期为9.16年，税前全投资财务内部收益率为17.36，贷款在7.75年内能够偿还，项目具有一定的抗风险能力，说明该项目经济效益较好，在财务上是可行的。从敏感性分析可以看出，在10的变化范围内，产品销售收入相对敏感，其他因素较为稳定，说明项目对市场风险具有一定的抵抗能力。本项目以正常生产年份有关数据对以生产能力利用率来表示的盈亏平衡点进行计算，BEP为42，计算结果表明，该项目只要达到设计能力的42，企业就可以保本，由此可见该项目适应39、市场变化的能力较大，抗风险能力较强。从以上分析可以看出，本项目原料供应可靠、产品市场前景广阔、配套条件很好、选用技术先进、生产规模经济、效益好、具有很强的竞争力。本工程的建设使*公司能加快发展，成为一个以煤炭为基础，以煤、电、油为主要产品，以金融为支撑，向国内外提供优质能源产品，具有国际竞争力的跨地区、跨行业的大型能源企业集团。另外，在建设煤化工项目，必将对充分发挥及周边地区的资源优势、区位优势、经济优势，对推动市乃至自治区发展产生重大影响，同时也对迅速促进市的产业结构调整、增强该经济可持续发展能力提供巨大动力。因此，本工程的建设不仅是可行的，而且也是十分必要的。表1.5-1 主要技术经济指标40、表序号项目名称单位数量备注1装置规模1.1甲醇装置万吨/年1801.2空分装置(氧气)Nm3/小时204,42l1.3MTP装置万吨/年55中间产品1.4聚丙烯装置万吨/年552年操作时间小时80003主要原料、燃料3.1原料煤万吨/年208.83.2燃料煤万吨/年145.24公用工程消耗4.1新鲜水吨/小时5203.754.2循环冷却水吨/小时1602534.3脱盐水吨/小时9204.4全厂用电Kwh /小时1111954.5热电车间发电Kwh/小时1855484.6仪表空气Nm3/小时91254.7蒸汽9.8MPa A540吨/小时1692.74.0MPa A 440吨/小时226.93.41、5MPa A 350吨/小时384.10.45MPa A l56吨/小时521.55三废排放量5.1废气104Nm3/h327.85.2生产废水m3/h1005.3废渣煤气化炉渣及飞灰104t/a47.87锅炉灰渣104t/a21.446总图运输6.1工程总占地面积m21188000其中厂区占地面积m21178000其中厂外工程占地面积m2100006.2运输量万吨/年486.9运入量万吨/年357运出量万吨/年129.87总定员人13008建设期年39工程总投资万元1195873其中外汇万美元352999.1建设投资万元1089838其中外汇万美元352999.2建设期利息万元660829.42、3流动资金万元3995310年销售收入万元43369511年总成本力兀20781512平均年利润总额力兀16544313所得税万元5032314财务评价指标14.1年均投资利润率13.8314.2年均投资利税率18.8914.3全投资税前内部收益率17.3614.4全投资税后内部收益率14.1514.5投资回收期（税后）年9.16包括建设期14.6借款偿还期年7.75包括建设期14.7盈亏平衡点47.14正常年份1.6 存在问题和建议 本工程投资是根据类同装置价格估算，其中MTP装置的所有技术参数和投资是根据公开发表的资料进行。因此较准确的技术参数和价格下一步技术谈判后再做修改。1.6.2本工43、程采用的Lurgi MTP技术还缺乏大型工业装置运行经验，存有一定技术风险。1.6.3 本项目引进的高新技术多，应抓紧与国外技术专利商联系，使引进技术得到落实。1.7 风险分析 概述本工程为大型煤化工建设项目，工程涉及的工艺装置、辅助工程及公用工程配套设施较多，投资大，尤其是本工程采用世界煤化工的前沿工艺技术MTP(Methano1 To Propylene)，即由甲醇制丙烯，因此，在对市场预测、工程规模、技术方案、资金筹措和经济分析的基础上，有必要进一步对该工程的风险性进行分析，以便揭示风险来源，判别风险程度，提出防范措施，降低风险损失。风险分析及风险识别.1 市场风险(1)市场供需风险本项44、目的最终产品是聚丙烯（PP），甲醇是中间产品，因此甲醇市场的起落影响小，主要受石油的市场价格的影响。我国聚丙烯产品国内自给率较低，近几年均在60左右。如2003年国内聚丙烯缺口约270万吨，国内自给率只有60。本项目市场供应量预测时，充分考虑了我国2010年之前我国将建成投产和纳入发展计划的聚丙烯项目对国内市场产品供应；在市场需求量预测时，持较为保守态度，聚丙烯需求量的年均增长率设定为7%，然而1995年2003年我国聚丙烯产品表观消费量年均增长率高达16。由此预测：2010年国内聚丙烯缺口500万吨，自给率68。 聚丙烯国内市场缺口就是本项目产品的市场空间，本项目55万吨/年聚丙烯产品投放市45、场后仅占市场缺口的11。丙烯的下游产品多且市场很好，因此即使将来市场实际供需状况与预测数值出现偏差，本项目聚丙烯产品市场供需可属无市场风险。(2)产品竞争力风险产品竞争力风险取决于产品成本的变动，对产品成本影响最大的因素是原料价格。截止目前，国内市场聚丙烯产品几乎全部来自于原油，而本项目聚丙烯以煤为原料。从近几年原油和煤价格变动趋势来看，二者均呈上升趋势，但二者价格上涨率不同，原油价格年均上涨率为7.1，煤价格年均上涨率为4.4，原油价格上涨率大于煤价格上涨率。而且原油价格波动幅度较大，极差值为124美元/吨，煤价格波动幅度较小，极差值为84元/吨。可见，煤价与油价关联性不强。参见表1-3。表46、l-3 近九年原油和煤价格上涨比较年份原油(美元/吨)煤(元/吨)1994年1191741995年1281731996年1532271997年1452591998年982601999年1332542000年2182252001年1832462002年1862482003年222257年均增长率7.14.4东胜煤因乌兰希尔矿区现属*所有，可对本项目提供充足可靠的原料煤供应。因此，本项目的原料煤资源供应有可靠地保证。可见，与以原油为原料生产的聚烯烃相比，以煤为原料生产的聚烯烃成本上涨幅度较小，波动也小，成本相对稳定。我国原油资源日渐短缺，进口量逐年递增。相比之下，我国煤炭资源丰富，每年都大量出口。47、本项目以国产煤炭为原料生产聚丙烯，与依靠进口原油生产聚丙烯相比，原料供应能够得到保障，大大地降低了项目的原料风险。1.7.2.2 资源风险(1) 原料 本工程所需原料煤来自东胜煤田，根据全厂物料平衡，每年需消耗354万吨原煤。煤炭资源丰厚，探明煤炭储量1244亿吨，占全国探明储量的六分之一，远景储量1万亿吨，占全国远景储量的四分之一。本煤化工项目煤源供应为东胜煤田乌兰希里矿区，依据目前普查地质报告，矿区储量为76亿吨。按煤化工产业年消耗煤炭2000万吨，电厂年消耗煤炭1000万吨估算，加上考虑回采率，可支撑3000万吨级煤化工基地运转100多年。(2) 水资源水是制约西部地区煤化工发展的重要因48、素。本项目水利用黄河水源，采取水权置换方式，将农业用水通过节水措施将节省出来的农用水置换为工业用水用于本项目。本工程采取了大量的节水措施节省用水量，用水量仅为0.52万m3/d，因此本工程水资源通过水权置换方式可取得水资源的使用权，水资源风险较低。1.7.2.3 技术风险 (1) 本工程采用的主要技术 在采用技术方面，本工程的主要生产装置拟选择最先进的技术，使建成的主要生产装置都能够接近或达到当今世界先进水平。本项目主要生产装置拟择优采用的先进技术见表1-4。表1-4 本项目主要生产装置拟择优采用的先进技术装置名称采用的技术GSP干煤粉加压气化甲醇装置Luri/大连理工大学脱硫脱碳采用低温甲醇49、洗工艺Linde硫回收采用Linde的Claus加Clinsulf-Do工艺技术Lurgi/Topsoe/Davy甲醇合成采用Lurgi/Topsoe/Davy等国外的低压合成技术空分装置由国内合资空分设备制造厂成套供货MTP装置Lurgi固定床催化反应器，改性ZSM-5催化剂PP装置BasellSpheripol第二代技术UCCUnipol气相流化床工艺北欧化工Borealis工艺BP-Amoco以反应器为特点的工艺ABB LummusNovolen工艺(2) 甲醇装置 由上表可以看出，本工程三套主要生产装置，拟采用的技术均是目前世界是最著名的技术提供商提供的。甲醇装置中的合成气制备拟采用工50、艺先进，公用工程消耗低，投资省的GSP技术，脱硫脱碳拟采用国际公认的在煤化工项目中应用最成功、广泛的低温甲醇洗技术；甲醇合成拟采用Lurgi或Topsoe等国外大型低压合成甲醇，该规模(5000吨/年)在世界上已有成功设计、建设和运行的经验。这些技术都经过世界上或多或少的生产装置的检验，使用风险很小。(3) 聚丙烯装置工艺及设备风险分析 聚丙烯、聚乙烯工艺自二十世纪五十年代工业化生产以来，经过了近半个世纪的不断发展，目前已成为非常成熟的工艺技术，国内已有国内知识产权30万吨/年的聚丙烯装置，不存在风险。(4) MTP装置MTP工艺是Lurgi公司基于改性ZSM-5催化剂开发的将甲醇转化为丙烯的51、工艺。2001年Lurgi公司在挪威Tjeldbergolden的Statoil工厂建设了MTP工艺的示范装置，已运行操作超过9000小时。Lurgi不断优化工艺流程，使MTP工艺由实验室向工业规模放大，并尽快商业化。现Lurgi商业化装置的工艺设计已经完成。工艺设计基于已证实的标准单元操作和蒸汽裂解技术，挪威示范装置的结果融入了本设计中。Sud-Chemie GmbH公司开发的ZSM-5型催化剂是Lurgi的甲醇制丙烯(MTP)工艺的基础。在Metallgesellscbaft和Sud-Chemie共同的专利中介绍此催化剂中Si/Al原子比至少为10、碱含量小于38010-6、BET表面积为52、300至600m2/g、以及孔容积为0.3-0.8cm3/g。在100甲醇转化率条件下，对乙烯的选择性至少为5(wt)以及对丙烯的选择性至少为35(wt)。然而，因为C2和C4+馏分部分循环回反应系统，MTP工艺基于碳的丙烯收率可超过70，所产丙烯为聚合级。MTP工艺采用绝热固定床反应器，投资较低，放大简单，风险极小。绝热固定床反应器的温度控制较流化床复杂，控制其温度上升幅度的方法包括在催化剂床之间注入甲醇或循环每一床层的部分反应流出物。反应器中催化剂积碳率较流化床低，每600-700小时对催化剂进行就地再生，再生之后用氮气保护。MTP工艺烯烃回收部分与蒸汽裂解装置的后端相似。在Lurgi的甲53、醇制丙烯工艺中，不用脱甲烷塔和C2分离塔，C2物流部分循环回反应系统，增加一塔用来分离循环的C4+组分中的汽油组分。根据以上分析，尽管目前世界上第一套MTP工艺装置还未建成，缺乏商业化实例，但从此工艺的技术特点、成熟的催化剂技术、工艺过程来看，此技术风险较小。况且本项目不是第一套，有足够的时间可以借鉴以前投产的同类装置的经验，另外中国XX工程公司是国内搞大型和固定床很有经验的工程公司，在国内行业内专家和技术支撑单位的协作配合下较短的时间内建成并实现运转正常不成问题。1.7.2.4 工程风险本工程为新建项目，根据现有工程地质条件、水文报告，场地地质条件较好，发生与预测条件变化的可能性较小，导致的54、工程风险属于一般程度风险，因此对工程风险的发生因素、范围等进行分析，并制定防范对策，通过加强项目各环节的控制管理，工程风险是可控制的，不会影响项目的可行性。1.7.2.5 利率、汇率风险(1) 汇率 本工程约需外汇2.4778亿美元，按汇率18.11考虑，当汇率减少，使得整个项目投资减少，对项目有利。当汇率增加，使整个项目投资增加，IRR减少。美国政府多次向我国政府提出提高人民币汇率的“不合理”要求，近期内美元对人民币汇率增加的可能性不大。另外，在总投资中，外汇额度占30左右，即使美元对人民币汇率上升，其影响程度是可以接受的。(2) 利率本工程建设期利息66082万元人民币，人民币贷款利率为655、.12，当利率降低，整个项目投资减少，有利于项目执行。当利率增加，使项目投资增加，对项目不利。我国经济快速、健康发展，政府倡导“科学发展观”的要求，投资过热得到有效控制，经济低迷和基本建设过热拉动利率上涨的可能性极小，加之本项目有足额的资本金为基础，利率上扬带来的经济风险在各个建设期内发生的概率极小。通过对本工程进行的风险分析看出，本工程的资源、技术、市场、工程条件和利率、汇率风险均很小，项目技术可行，经济合理。风险是可以规避和控制的。2市场预测21甲醇211产品用途甲醇既是重要的化工产品及化工原料，又是未来的清洁能源之一。甲醇是由天然气或煤炭生产其他化工产品或合成燃料的最佳途径，其重要性不言56、而喻。甲醇广泛用于生产塑料、合成纤维、合成橡胶、染料、涂料、香料、医药和农药等。目前甲醇主要下游产品有甲醛、醋酸、甲基叔丁基醚（MTBE）、甲胺类、氯甲烷类、对苯二甲酸二甲酯（DMT）、甲基丙烯酸甲酯（MMA）、二甲醚等，上述产品又可生成各自的衍生物，由甲醇出发生产的化工产品达数百种。甲醇还是一种重要的有机溶剂，在合成燃料和汽油添加剂方面其消费量也很大。值得提及的是甲醇在许多潜在领域有着广阔的应用前景：甲醇可以作为清洁燃料代替汽油或与汽油掺混使用；甲醇燃料电池即将投入商业化运行；用甲醇制取微生物蛋白作为饲料乃至食品添加剂，国外已有工业化装置；甲醇制汽油及甲醇制烯烃技术都有所突破。212国内外市57、场预测（1）世界市场世界甲醇生产主要分布在北美、拉丁美洲、中东、东亚、东欧、西欧、大洋洲及非洲等地，美洲是世界上最大的甲醇生产地，占世界总生产能力的40%，北美占世界总生产能力的20%，拉丁美洲占19.77%，亚洲占28.7%，中东占15.6%，东亚占13.1%，大洋洲占6.4%，非洲占2.5%。欧洲总生产能力约为881万吨/年，占世界总生产能力的22.6%，其中东欧占12.3%，西欧占10.3%。俄罗斯生产能力为341.3万吨/年，约占欧洲甲醇总生产能力的38.7%。德国生产能力为198万吨/年，约占欧洲甲醇总生产能力的22.5%。目前世界甲醇生产装置以大型化为主，生产能力大于30万吨/年的58、装置合计生产能力达3051.2万吨/年，占世界甲醇总能力的79%。世界甲醇主要生产企业见表2-1-1。表2-1-1世界甲醇主要生产企业（单位：万吨/年）国家主要生产厂名称生产能力美国Terra industries85Motiva30Millenium66Lyondell72Hoechst-Celanese110Enron37.5BP Amoco/Sterling Chemicals45Borden78加拿大Hoechst-Celanese Canada74Methanex107智利Methanex No.1,No.2,No.3270特立尼达Caribbean Methanol Co55Met59、hanol No.455Trinidad&Tobago Methanol Co.A,B101Titan Methanol85委内瑞拉Metor73.5Supermetanol67巴林Gulf Petrochemical Industry46.2伊朗NPC66卡塔尔QAFAC83阿拉伯Ar-Razi No.1,No.2,No.3,No.4302Ibn-Sina90印度尼西亚Kaltim Methanol66马来西亚Petronas66俄罗斯Azot Factory Schenkino35Metafrax84NCK78乌克兰Severodonetsk Axot65德国BASF32DEA44Mitt60、eldeutsche Erdol-Raffinerie60荷兰Methanor No.184挪威Statoil83英国ICI50新西兰Methanex243Natinal Petro Chemicals No.1,No.263合计3051.2 -数据来源甲醛与甲醇甲醇生产技术主要有中压法和低压法两种，以低压法为主。这两种工艺生产的甲醇约占世界甲醇总产量的80%以上。生产甲醇的原料可以是天然气、煤炭、焦炭、渣油、石脑油、乙炔尾气等。就原料构成来看，天然气约占80%，煤约占2%，其他原料约占18%。值得注意的是，近年以煤为原料的甲醇生产装置的比重呈现逐渐有所上升趋势。20世纪90年代以来，世界甲醇61、的生产能力与实际使用量逐年增加，世界甲醇产量以较稳健的速率增长。预计到2010年全世界的甲醇产能及需求递增将保持在2%3%。届时，按开工率为70%计，全世界甲醇供需基本维持平衡。世界甲醇供需情况与预测见图2-1-1。图2-1-1世界甲醇供需情况与预测2004年世界甲醇生产能力达4060万吨/年。预计2005年世界甲醇生产能力将达4294万吨/年，2006年生产能力将达4695万吨/年。据预计，2005年到2009年全球将会新增甲醇生产能力1800万吨/年，主要增长区为南美、中东和澳大利亚；同时一些原料成本高、经济效益差的甲醇装置能力将逐渐萎缩，预计到2010年世界甲醇生产能力将达5099万吨/62、年。原料成本的增加和各地区需求的巨大差距将促使全球甲醇产业进行结构性调整。美国一直是全球领先的甲醇生产和消费国。不过近年由于天然气价格处于高位，进口甲醇的经济性更好，所以美国近年更多通过进口甲醇来满足国内需求。此外，美国甲醇下游产品消费量也在下降，MTBE随禁用而消费减少。估计北美到2008年将关闭400万吨/年甲醇产能。西欧甲醇需求保持坚挺，大量进口甲醇，主要用于生产甲醛衍生物，欧洲也是MTBE衍生物主要的生产地。该地区进口甲醇主要来自加勒比海和中东地区。估计欧洲2008年将关闭150万吨/年的甲醇产能。中东是主要的甲醇生产地，拥有近800万吨/年甲醇生产能力，预计到2007年还将新增超过463、00万吨/年的甲醇产能。该地区生产的甲醇大多出口至欧洲和亚太地区。南美和加勒比海地区也是甲醇的主要生产地，拥有超过800万吨/年的产能，大部分产品出口，主要供应美国市场。亚太地区是甲醇消费增长最快的地区，尤以中国的需求增长最快。该地区从智利和中东进口甲醇以满足需求。在世界甲醇消费结构中，占居第一位的是甲醛，约占35%36%；第二位为MTBE，约占27%；第三位为醋酸，约占7%9%。其他衍生物包括DMT/MMA、燃料、甲胺、溶剂和防冻剂等。世界甲醇消费构成现状及预测见表2-1-2。表2-1-2 世界甲醇消费构成现状及预测 （单位：万吨）消费构成2003年2007年2010年平均增长率%甲醛11364、9.61334.81478.83.8MTBE706.2539.4469.4-5.7醋酸334.8424.4476.35.2DMT/MMA164.2184.2198.62.8燃料111.5132.7156.55.0其它622.6761.3856.14.7合计3078.93376.83635.72.4 -数据来源甲醇与甲醛由于世界甲醇生产格局的变化带来消费格局的重大变化，工业发达地区如美国、西欧、日本等已由过去的甲醇自产自给，转变为甲醇主要进口国，而加拿大、拉丁美洲、东欧（主要为俄罗斯）、中东及非洲却成为甲醇主要出口国。甲醇产品世界贸易量迅速增长，预计2005年美国甲醇进口量将达到286万吨，年增65、长率5.7%；西欧甲醇进口量将达到411万吨，年均增长5%。东亚各国，尤其是日本将是今后几年甲醇进口增长最快的国家。全球各地区甲醇进出口现状及预测见表2-1-3。表2-1-3 各地区甲醇进出口现状及预测 （单位：万吨）地区1997年1998年2000年2005年2010年美国-134-164-222-286-359加拿大128998891151拉丁美洲281310408460628西欧-302-261-324-411-477东欧472864158132中东93141294463697非洲6354615354日本-206-216-244-306-394大洋洲1621561058477 -数据来源66、中国化工信息目前世界甲醇供需基本平衡，但不同地区各异。加拿大、拉丁美洲、东欧、中东、非洲、大洋洲甲醇供大于求，美国、西欧、亚洲甲醇供不应求。预计今后几年甲醇市场的发展将对需求方比较有利。预计2005年世界甲醇的需求量将超过3190万吨/年，201O年需求量将达3635.7万吨/年，具体情况见表2-1-4。此外，无污染和低污染的甲醇燃料电池汽车技术日益成熟。据美国甲醇协会预计，如果甲醇燃料电池汽车实现商业化，仅燃料电池方面增加的甲醇消耗2010年将为70万吨、2015年将为850万吨、2020年将为6000万吨。表2-1-4 2005年和2010年世界各地甲醇需求情况预测地区名称需求量（万吨）所67、占比例（%）2005年2010年亚洲956.71090.730.0北美733.1836.223.0西欧689.0785.321.6东欧330.3378.110.4中东218.3247.26.8拉丁美洲205.7232.76.4大洋洲36.343.61.2非洲20.721.80.6合计3190.43635.7100.0 -数据来源中国化工信息（2）国内市场我国甲醇生产始于20世纪60年代初，到60年代末仅有10万吨/年的生产能力。90年代以来，我国甲醇工业发展迅速，生产能力增长很快，1990年我国甲醇生产能力为86万吨/年，到1999年达到368.4万吨/年，生产厂家约200家左右。规模较大的有68、上海焦化有限公司、中国石化集团四川维尼纶厂、榆林天然气化工有限责任公司及大庆油田化工有限公司几家；规模在5万吨/年以上的只有20家左右，多数为1万吨/年左右的小装置。2004年我国甲醇总生产能力超过600万吨/年。今后几年，我国还将结合煤化工和天然气化工的发展，兴建几套大型的甲醇生产装置，同时一些小甲醇装置将被淘汰。我国主要甲醇生产厂家及其2004年产量情况详见表2-1-5。表2-1-5 我国甲醇主要生产厂家及其2004年产量 （单位：万吨）厂家名称产量上海焦化有限公司32.4950中国石化集团四川维尼纶厂29.6343榆林天然气化工有限责任公司22.7155大庆油田化工有限公司21.425269、苏里格天然气化工股份有限公司17.2197哈尔滨气化厂11.9322中国天然气股份公司青海分公司10.6100长庆油田公司10.1406浙江巨化集团公司9.8300湖北宜化集团有限责任公司9.2833河南中原化工集团股份有限公司9.0128湖南智成化工有限公司8.6437河南蓝天集团有限公司遂平化工厂8.2637河南煤气（集团）公司义马气化厂8.1700山西丰喜肥业（集团）股份有限公司8.0341西南油气田分公司川西北矿甲醇厂7.5225中国石油吐哈油田分公司6.8666安徽涡阳县化肥厂6.3983河北新化股份有限公司6.3412河南安阳化学工业集团有限责任公司6.3001安徽临泉县化工股份有70、限公司6.1996中国石油化工股份有限公司齐鲁分公司5.7347河南淇县华源化工有限公司5.4765河南孟津县化肥厂5.2806河南开封市尉氏县化工总厂5.0734安徽淮化集团有限公司4.4439江西江氨化学工业有限公司4.3867湖北百科药业股份有限公司4.3847湖南金信化工有限责任公司3.9454 -数据来源中国化工市场信息近年来，我国甲醇产销两旺，2004年全国累计生产甲醇440.65万吨，比2003年增长47.4%。2004年我国甲醇表观消费量达573.21万吨。今后随着甲醇下游产品的开发，甲醇燃料的推广应用，甲醇的需求量还将大幅度上升。近年我国甲醇的供需情况详见表2-1-6和图2-71、1-2。表2-1-6 近年我国甲醇供需情况（单位：万吨）年份能力产量进口量出口量表观消费量1995160.0113.4820.894.68129.691996294.0141.1941.090.04182.241997334.6174.3324.170.70197.801998359.9148.8769.102.88215.091999368.4124.10137.390.13261.362000370.0198.69130.650.04329.302001390.0206.48152.130.96357.652002404.3210.96179.960.09390.832003420.02972、8.87140.165.08433.962004600.0440.65135.853.29573.21图2-1-2近年我国甲醇供需情况2004年我国累计进口甲醇135.85万吨，甲醇主要进口来源国有沙特阿拉伯（28.3万吨）、伊朗（24.6万吨）、新西兰（22.4万吨）等国家和地区。2004年我国出口甲醇3.29万吨，主要出口到韩国、菲律宾、马来西亚等国家和地区。2004年我国海关进口甲醇主要来源国进口数量及进口金额统计详见表2-1-7。表2-1-72004年我国海关进口甲醇主要来源国统计来源国进口数量（吨）进口金额（美元）沙特阿拉伯283420.33069,164,416伊朗245985.573、2762,932,326新西兰224089.81856,798,580加拿大130940.38033,158,892智利111158.54327,638,114印度尼西亚99849.12726,477,672马来西亚78438.27220,891,418巴林65852.26816,446,448卡塔尔46811.92012,202,178俄罗斯联邦34240.7078,740,069利比亚16876.3784,221,559芬兰12192.9573,297,924 -数据来源于北京XX信息咨询公司我国甲醇主要用于化学合成，其次是用作燃料和溶剂。目前，国内甲醇主要消费在甲醛、MTBE、DMT、农74、药、醋酸、甲胺、MMA、丙烯酸甲酯、聚乙烯醇等行业。我国石油资源不丰富，发展石油可替代产品将是今后的一个重要发展战略。经过数年探索，一条符合国情的切实可行路子已经开通，这就是“甲醇代油”。国家“十五”规划，到2005年要节约和替代燃料油1600万吨，成品油500万吨，燃料甲醇市场前景可观。近年我国用于燃料掺烧的甲醇已占了相当比例，随着国家对甲醇掺烧标准的制定这个比例还会大大增加。目前山西省甲醇燃料项目已由试验示范阶段转入产业示范阶段，20012004年推广甲醇汽油分别为10万吨、30万吨、50万吨、70万吨，2005年估计将达100万吨。四川、重庆和江苏等地也开始尝试应用甲醇汽油。另外，甲醇作75、为民用燃料也在部分地区开始使用，其消费量也在不断增长。随着国际油价的上涨和国内大规模甲醇装置的建成，甲醇生产成本将进一步降低，可以与汽油价格进行竞争，为发展甲醇燃料提供了机遇，使其市场前景更为广阔。预计2007年，用于甲醇燃料的甲醇量将达到130万吨，到2015年甲醇的用途分配中做燃料的比例将增加到31%，年需求量将达到280万吨。甲醛是甲醇主要下游产品之一，目前我国甲醛生产厂已超过300家，总产能为850万吨/年，居世界首位。近年来，甲醛对甲醇需求量每年以13%速率递增。预计到2007年，我国甲醛的年需求量为330万吨，届时年需求甲醇152万吨。到2015年，甲醛对甲醇的年需求量将达210万76、吨。随着我国政府对环境保护措施的日益加强，汽油无铅化的呼声不断高涨，MTBE作为重要的无铅汽油添加剂也日益受到重视。2003年我国MTBE产能已达160万吨/年，同年产量约150万吨，消耗甲醇40余万吨。目前我国每年各类汽油产量约5200万吨，如MTBE添加量以10%计，约需520万吨。预计到2007年，国内MTBE生产将消耗甲醇57万吨，到2015年，国内MTBE生产将消耗甲醇80万吨。我国醋酸装置总产能约为120万吨/年，2004年产量115.2万吨，进口量为52.5万吨，表观消费量为166.3万吨。2002年我国用甲醇羰化法制醋酸产量为44.8万吨，大约消费25万吨甲醇。目前我国现有甲醇77、羰基合成法制醋酸装置的改扩建以及新装置的建设都在积极进行之中。预计到2007年，用于醋酸生产的甲醇约需87万吨，到2015年，醋酸生产将需甲醇约110万吨。此外，甲醇其他下游产品，如甲胺、DMT、MMA、聚甲醛、碳酸二甲酯、硫酸二甲酯、丙烯酸甲酯、溴甲烷、甲烷氯化物等对甲醇的需求量也将有不同程度的增加。2007年和2015年我国甲醇消费构成预测如图2-1-3所示。图2-1-3 2007年和2015年我国甲醇消费结构预测通过以上分析可见，一些甲醇下游产品的研究开发及工业化取得了较大进展，从而将对甲醇工业的发展起到一定的促进作用。因此，展望未来，随着甲醇应用领域的不断开拓，甲醇市场前景是比较乐观的78、。预计2010年，国内甲醇衍生物生产所需甲醇量约530万吨，再加上燃料、医药、农药和溶剂等方面的需求量，国内甲醇的总需求量约730万吨；到2015年，衍生物所需甲醇量将增长到750万吨左右，再加上其他方面的消费，总需求量约1100万吨。我国甲醇装置规模普遍偏小，能耗高，很难与国外的甲醇装置竞争，这样势必使一些技术落后、能耗高、规模小的甲醇装置关闭，使我国现有甲醇的生产能力减少，代之将建设大甲醇装置，以满足巨大的甲醇市场需求。目前我国甲醇市场供需矛盾十分突出，随着国民经济的高速发展，对甲醇的需求将逐年增长，因而，从满足市场需求出发，建设一批规模大、技术新、成本低的甲醇装置是完全必要的。目前，国内79、已有多家企业正在积极筹建多套大型甲醇装置，总能力超过800万吨/年。表2-1-8为国内拟建10万吨/年以上规模甲醇装置。从表2-1-8可见，这些拟建甲醇装置中60万吨/年装置已达7套。毫无疑问，甲醇装置的大型化，单位投资费用和生产成本会明显下降，产品竞争力也将得以提升。表2-1-8 国内拟建10万吨/年以上规模甲醇装置（单位：万吨/年）序号企业名称装置规模特点1中海油富岛化工公司60天然气为原料2兖矿集团煤化工基地60煤为原料3泸天化集团公司40天然气为原料4晋城煤化工基地50煤为原料5中原气化公司化工二厂30煤为原料6中原气化公司光山化工厂20煤为原料7晋中市煤化工基地60煤为原料8京煤集团80、京东煤化工基地60联产二甲醚发电9重庆建峰化工厂合成气工业园区60联产二甲醚发电10神木化工公司60煤为原料11安阳化工集团公司20煤为原料12上海惠生工程技术公司2013陕西渭河煤化工集团公司13联产二甲醚14XX联盟化工公司10煤为原料15山西焦化集团公司12焦炉气为原料16河南骏马化工集团公司30煤为原料17山西大洋公司60焦炉气为原料18宝钢集团煤山钢铁公司10焦炉气、高炉气、转炉气为原料合 计675 -数据来源化工技术经济上述拟建甲醇装置中只有少数正在实施，产能合计不到200万吨/年，其他项目大多处于前期可行性研究或规划阶段。即使这些拟建甲醇装置有一半能如期建成，在20052015年81、期间，国内甲醇总生产能力也仅为1000万吨/年左右，如果按70%的开工率计算，产量约为700万吨/年，要满足7301100万吨/年的甲醇市场需求，市场空间仍很大。（3）目标市场我国甲醇生产及消费的地区分布很不平衡，在甲醇需求旺盛的广东、江苏等地，几乎没有甲醇生产装置或产量很少，这些地区甲醇下游产品加工企业众多，甲醇需求量很大，是国产甲醇和进口甲醇的主要消费市场。2003年和2004年我国各省市甲醇产量分布详见表2-1-9。表2-1-9近年我国各省市甲醇产量分布地区2004年产量（万吨）2003年产量（万吨）同比%河南66.6739.9067.1河北35.9626.2936.8陕西35.122382、.2051.4黑龙江34.4433.472.9上海34.3423.9143.6重庆30.7324.9623.1XX30.3826.1416.2安徽27.118.8643.7山西21.614.1852.3湖北20.8818.7911.117.2217.220四川16.1915.305.8湖南14.1213.375.6青海10.6111.01-3.6浙江10.179.0612.3福建7.416.5712.8新疆7.385.0247云南4.53.2239.8江西4.394.341.2江苏4.273.5321辽宁3.913.1922.6广西3.252.2842.5 -数据来源于北京XX信息咨询公司2083、04年我国海关进口甲醇产品收货地统计报表详见表2-1-10。表2-1-10 2004年我国海关进口甲醇产品收货地收货地进口数量（吨）金额（美元）江苏省726574.661181,414,351江苏省太仓388778.88296,413,524江苏省江阴143707.91635,186,406江苏省镇江88925.34422,687,711江苏省南通36724.0899,293,373南通经济技术开发区4472.6621,207,082江苏张家港保税区25859.3666,518,222江苏省张家港20144.3265,242,923广东省442794.668114,723,562广东省珠海及珠84、海特区227606.43958,313,093广东省番禹170945.08044,063,660广东省广州23477.8626,130,166广东省东莞10289.1642,977,544广东省深圳及深圳特区7304.1412,050,430广东省湛江3105.485848,698浙江省71146.14118,483,784浙江省宁波62164.45516,105,525福建省厦门及厦门特区55537.17914,194,409上海27696.5687,677,150北京19417.1395,378,450辽宁省15344.1723,848,911大连经济技术开发区10593.9472,70285、,422辽宁省大连4750.2231,146,477 -数据来源于北京XX信息咨询公司本项目甲醇的目标市场初步确定为国内市场，特别是甲醇需求量较大的华东、华南等沿海经济发达地区，从近年我国各省市甲醇产量分布和甲醇进口的主要收货地区分布上可以看出，这些地区甲醇供应量不能满足下游产品生产需求，存在着巨大的市场缺口要依赖进口甲醇来弥补，因此，本项目应重点关注这些甲醇需求活跃的地区，作为未来本项目甲醇产品的目标市场，在经过充分市场调查研究的基础上，努力与主要甲醇下游大宗客户建立良好的协作关系，为本项目甲醇产品在未来的市场销售工作打下坚实的基础。此外，在立足国内的同时，也应积极开拓国外市场，尤其是甲醇资86、源不够丰富的东南亚国家及地区，利用与我国相邻的地域优势向日本、韩国等周边国家出口。213 价格分析（1）国际市场价格2000年开始，全球甲醇市场出现了强劲反弹，国际市场甲醇价格在200美元/吨左右。2001年在下游产品需求萎缩影响下，国际市场甲醇产品的市场价频频下跌，接近1993年以来的较低水平。2002年国际市场甲醇价格节节攀升，从1月中旬的100多美元/吨，逐渐上涨到10月份的200美元/吨。2003年国际市场甲醇价格进一步上升，从年初的220美元/吨左右上涨到4月份的260美元/吨左右，下半年价格有所下降，10月中旬市场价格基本在200美元/吨左右。2004年国际市场甲醇价格坚挺，亚洲现87、货紧张，需求旺盛，行情不断攀升，7月中旬美国市场价为300304美元/吨，西北欧为225240美元/吨，东南亚、韩国及台湾价格在260270美元/吨，日本也在265275美元/吨。近年世界甲醇价格变化情况详见图2-1-4。图2-1-4世界甲醇价格变化情况2005年以来国际市场甲醇价格仍在高位运行。国际上80%以上的甲醇都以天然气为原料生产，2005年国际油价平均水平预计将在40美元/桶以上。受此影响，国际天然气价格也将居高不下，甲醇生产成本和销售价格仍将居高位。2005年7月亚洲市场甲醇成本加运费价格东南亚为245美元/吨，日本为283美元/吨，韩国为249美元/吨。当前全球甲醇市场仍是供不应88、求，市场价格不断上涨。主要影响因素包括：原料天然气涨价、全球甲醇生产装置停工检修、2套新建的世界级甲醇装置延迟开工以及中国等地区甲醇需求的强劲增长。2004年世界大型甲醇生产厂家的一系列停产、检修、事故等非生产因素所造成的甲醇损失约有280万吨，约占3000万吨/年总产能的10%。此外，原料天然气的涨价也是近年少见的。综观世界甲醇生产的种种迹象，预计甲醇价格将会在2005年中出现峰值，随着新增产能的陆续投产，全球甲醇市场供应紧张局面将会有所缓解，甲醇价格会有所回落。但由于国际油价水平和天然气价格居高不下，受此影响，甲醇的生产成本和销售价格也将维持一定的高位。（2）国内市场价格近年来，我国甲醇价89、格大幅度上涨，其原因是社会需求量增加，致使产品供不应求；国家调整了原油、天然气、粮食等价格，使甲醇生产成本增加；更主要的是受国际市场甲醇价格行情上涨下跌的影响，使近年甲醇价格波动较大。2001年我国进口甲醇的平均到岸价格为139.9美元/吨，到2004年已经上涨到254.53美元/吨。近年我国甲醇国内市场价格和进口平均价格走势情况对比详见图2-1-5。图2-1-5 近年我国甲醇市场价格和进口平均价格走势情况2000年国内甲醇市价呈逐月上涨的走势，2001年国内甲醇市场日趋疲弱，市场价格一再下降，出现了与2000年截然相反的走势。2002年初国内甲醇价格一直在1200元/吨的低价位徘徊，然而从390、月份开始，甲醇价格出现了强劲的上升行情，到年底这种上升行情呈现加速之势，甲醇价格达到了2200元/吨左右，相比于年初的价格，年底价格约上涨了一倍。2003年甲醇价格继续攀高，生产企业也纷纷上调出厂价，价格较高的市场为华东、华南市场，已接近2600元/吨，一举创下了近8年来的新高，价格较低的市场为西北、西南市场，但实际价格也不低，均在2200元/吨左右。承接2003年的良好走势，2004年甲醇市场继续走好，市场交投活跃，产销量明显增加，价格一直保持在较高水平，市场呈现明显的强势特征。由于受到下游需求强劲、国际甲醇价格高企、生产成本上升以及整体化工品市场全面回暖等多种因素的影响，2004年甲醇价格91、始终在高位运行。价格最高时接近3000元/吨，最低时也有19002000元/吨，大多数时间均在22002700元/吨的箱形内运行，波动幅度比较小，即使是最低价也是近几年来比较高的价位。2004年底国内各甲醇生产企业甲醇出厂价格在23502800元/吨，同期上海市场99.9%规格的甲醇价格为2700元/吨，外商到我国主要港口的散装甲醇成本加运费报价为270美元/吨。总体来说，2004年对甲醇生产厂家和经销商而言都是比较好操作的一年。展望未来几年的甲醇市场，有利因素和不利因素都比较多，市场局势不是十分的明朗，市场的具体走势将取决于届时到底是多方占优还是空方占优。尽管随着甲醇新建装置的产能增长，会对92、甲醇价格的上涨产生明显的压力，但基于国际能源价格居高不下和甲醇下游需求快速增长等有利因素的影响，总的来看，预计未来几年的甲醇市场仍将呈现强势特征，价格预计仍将保持在相对高位，但市场的波动性会比较大。2005年8月国内各甲醇生产厂家甲醇出厂价在2200元/吨左右，上海焦化厂、上海吴泾、南化等甲醇厂的甲醇出厂价均在2250元/吨，同期99.9%规格的甲醇上海市场价格为2500元/吨。综合以上分析，考虑未来几年需求及成本上涨等因素，按照稳妥的原则，适当考虑承受一定的市场风险，建议本项目甲醇价格按16001800元/吨进行技术经济分析。22聚丙烯221产品用途聚丙烯（简称PP）是一种高度结晶热塑性树脂93、，白色，无味，无臭，相对密度小，是塑料中最轻的一种。它具有透明度高、无毒性、相对密度轻、易加工、抗冲击强度高、耐化学腐蚀、抗挠曲性、电绝缘性好等优良性能，并易于通过共聚、共混、填充、增强等措施进行改性，广泛应用于化工、化纤、建筑、轻工、家电、包装等领域。聚丙烯综合性能优良，可以用注塑成型、挤出成型、中空成型制成各种制品及纤维。在这些用途中注塑成型制品居首位，包括日用器具、娱乐和体育用品、汽车部件、医疗洗涤器、机械零件及建筑用管件。挤出成型制品包括电线、电缆、薄膜、管衬、板材等。中空成型制品有容器、瓶类。聚丙烯纤维分长丝（单丝、复丝、膨体纱）、短纤维和薄膜，可以代替棉、麻、丝、毛等天然纤维，主要94、用于生产机织和针织品，如地毯、沙发布、无纺布、捆扎材料、绳索、编织袋、运动场用人造草坪等。222国内外市场预测（1）世界市场2003年世界聚丙烯生产能力为4058.3万吨/年，其中亚洲地区聚丙烯生产能力约为1584.7万吨/年，是目前世界上生产能力增加速度最快的地区。西欧地区聚丙烯生产能力约为969.9万吨/年，北美地区聚丙烯生产能力约为862.5万吨/年。亚洲、西欧和北美地区的聚丙烯生产能力合计约占世界总生产能力的84%。2003年世界聚丙烯消费量为3541万吨，其中亚洲的聚丙烯消费量为1492.5万吨，是全球增长最快的地区。北美和西欧的聚丙烯消费量分别为760万吨和805.1万吨，与亚洲相95、比增幅较小。亚洲是世界主要的聚丙烯生产和消费地区，供应缺口最大，并呈逐渐扩大的趋势。世界聚丙烯消费大国为中国、美国、日本和德国。2003年世界各地区聚丙烯供需情况详见表2-2-1。表2-2-1 2003年世界各地区聚丙烯供需状况（万吨）国家和地区生产能力产量进口量出口量实际消费量北美862.5786.6116.1142.7760.0西欧969.9856.0468.0518.9805.1亚洲1584.71447.9441.9367.31492.5中东欧177.3106.136.051.591.1中东146.0141.198.476.1144.2非洲76.267.021.220.268.0大洋洲396、0.524.34.84.125.0中南美211.2187.427.359.6155.1合计4058.33616.41183.71240.43541.0-化工技术经济2003年世界聚丙烯新增能力约188万吨/年，其中主要有美国Bayway公司的35万吨/年装置，捷克Chemopetrol公司和俄罗斯Irtyshpolyer公司的25万吨/年装置。2003年世界主要聚丙烯生产企业的生产能力见表2-2-2。表2-2-2 2003年世界主要聚丙烯生产公司的生产能力 排序生产公司总生产能力（万吨/年）1Basell 643.12SINOPEC275.63Total Fina Elf129.64BP19897、.15Exxon Mobil188.66Borealis150.57SABIC168.58Dow Chemical120.29台塑（中国台湾）147.010Reliance Industries111.0合计2132.22003年世界聚丙烯需求比2002年增长5.8%。目前主要聚丙烯贸易地区为亚洲、北美及欧洲，从近年趋势来看，亚洲地区占世界贸易总量的比例逐年上升，而北美则逐年下降。亚洲已成为主要的生产区域与消费区域，成为全球聚丙烯市场竞争的焦点，国际聚丙烯产能过剩将对我国聚丙烯生产厂商造成巨大压力。世界聚丙烯主要消费在注塑制品、纤维和薄膜方面，分别占39.59%、32.39%和16.31%。世98、界聚丙烯的消费结构现状及预测详见表2-2-3。表2-2-3世界聚丙烯消费结构现状及预测（单位：万吨）2000年2005年2010年消费量比例%消费量比例%消费量比例%薄膜468.716.31684.716.89920.417.38纤维930.832.39132232.61749.333.03中空制品48.91.7066.81.65841.59注塑制品1137.739.591577.438.9202538.23挤出制品208.17.24288.87.12369.86.98其它79.62.771152.841482.79合计2873.81004054.71005296.5100从世界聚丙烯的贸易情99、况看，美国、西欧和日本是主要的出口国家或地区，非洲、中东和拉美的进口量较多。亚洲地区聚丙烯主要的出口国是日本和韩国，特别是韩国约54%的产品出口，中国是聚丙烯最大的进口国。从聚丙烯的消费发展来看，亚洲将是最大的消费市场。今后几年美国仍是聚丙烯最大的出口国，中东地区由于新增能力较多，将由净进口转为出口，成为世界主要的供应地之一，而西欧和日本的出口量将逐步下降。由于亚洲地区需求的高速增长，使得该地区成为世界最大的聚丙烯进口目的地，其它进口量较大的是非洲、拉美和加拿大。进入21世纪以来，世界聚丙烯工业保持较快的发展速度。预计到2008年产能将达到5049万吨，年均增幅达4.5%。中东地区将成为世界上100、聚丙烯产能增长最快的地区，年均增速为25.2%，能力将达到450万吨/年，过剩253万吨/年，成为世界上主要的聚丙烯输出地区。在强劲的需求驱动下，2008年世界聚丙烯的开工率将进一步提高至96%，供需整体平衡。2007年前世界各地区的改扩建计划见表2-2-4。表2-2-4 20052007年世界聚丙烯部分改扩建计划 （万吨/年）时间公司名称厂址增减能力2005年Formosa化工Fibre中国台湾8.5Tiszai Vegyi Kombinat匈牙利-1.2Poliolefiny Polska波兰40Slovnaft捷克斯洛伐克25.5Amir Kabir 石化伊朗16Marun 石化伊朗7.101、5Rejal 石化伊朗4沙特 聚烯烃沙特阿拉伯18.7Polibrasil巴西5Borealis奥地利6.7BP Chembel比利时32006年Sasol 聚合体南非30Reliance Industries印度1.2Tomsk Group of 石化 Enterprises俄罗斯12Marun 石化伊朗22.5阿曼 Polypropylene阿曼8.5Borealis奥地利2.2BP Chembel比利时1Borealis挪威2.52007年Reliance Industries印度23.7Nizhnekamskneftekhim俄罗斯18PIC科威特10阿曼 Polypropylene阿102、曼25.5IBN ZAHR沙特阿拉伯12Braskem巴西9Petropropanos委内瑞拉7注：“-”为减产世界聚丙烯供需预测如表2-2-5所示。表2-2-5 世界聚丙烯供需预测（万吨/年）项目2008年2013年年均增长率2004年2008年2009年2013年生产能力5048.86299.84.5%4.5%产量4828.96082.86.0%4.7%需求量4830.86083.16.4%4.7%（2）国内市场截止到2004年底，我国聚丙烯的生产厂家有70多家，总生产能力合计约为450万吨/年。我国聚丙烯生产企业开工率很高，许多企业开工率在100%以上，2004年产量合计为474.9万吨103、，比2003年增长约6.6%。表2-2-6列出了2004年我国主要聚丙烯生产企业能力及产量情况。表2-2-6 2004年我国聚丙烯主要生产企业产能情况（万吨/年）生产企业名称生产能力产量中石化上海石油化工股份有限公司40.045.9中石化扬子石油化工股份有限公司42.043.1中石化北京燕山石油化工股份有限公司44.541.3中国石油天然气股份有限公司大连分公司12.017.6中国石油化工股份有限公司广州分公司15.517.2中国石化集团茂名石油化工公司17.017.1中国石化股份有限公司长炼分公司10.012.4中国石油天然气股份有限公司独山子分公司10.012.4中国石化集团武汉石油化工厂104、9.012.0中国石化股份有限公司荆门分公司7.011.8中国石化股份有限公司九江分公司11.011.6甘肃兰港石化有限公司11.010.4-中国石油和化工经济分析1999年2004年间，我国聚丙烯产量的年均增长率约为12.4%，低于表观消费量和进口量的年均增长率（13.2%和14.6%）。我国聚丙烯自给率由1998年的57.7%上升到2000年的66.7%。近两年由于国内聚丙烯需求增长较快，而供应相对不足，使得自给率有所下降，2004年自给率约为62.1%。近年我国聚丙烯的供需状况如表2-2-7所示。表2-2-7 1998年2004年我国聚丙烯供需状况（万吨）年份产量进口量出口量表观消费量自105、给率1998207.5154.82.8359.557.7%1999264.7147.30.9411.164.4%2000324.0164.01.2486.866.7%2001334.0208.70.9541.861.6%2002374.2244.21.3617.260.6%2003445.5273.41.2717.762.1%2004474.9291.41.5764.862.1%-中国石油和化工经济分析我国海关统计2004年聚丙烯进口量为291.4万吨，比2003年增长约6.6%。我国旺盛的市场需求和巨大的市场缺口，为世界过剩的聚丙烯能力提供了消化空间，很多石化工业发达国家纷纷将产品投入到我国106、市场。我国进口的聚丙烯主要来自韩国、我国台湾省、泰国、新加坡、印度、美国、日本、沙特阿拉伯等8个国家或地区。2004年从这8个国家或地区进口的聚丙烯合计为263.1万吨，约占总进口量的90.3%。未来几年我国聚丙烯市场仍将保持高速增长态势，在此期间，我国将新建多套聚丙烯生产装置，再加上一些老装置的扩能改造，预计到2006年底，我国聚丙烯总生产能力将超过650万吨/年。近期我国新建或扩建聚丙烯生产装置见表2-2-8。表2-2-8 我国新建或扩建聚丙烯生产装置情况（万吨/年） 企业名称生产能力备注 上海塞科252005年新建惠州乙烯24预计2005年投产茂名石化202005年新建大庆炼化30预计在107、2005年建成福建石化302006年前新建福建东信石化10在建兰州石化30拟建绍兴富陵集团30+302套新建台湾塑胶公司30新建燕山石化8扩建，2005年底-中国化工信息据国内相关权威机构预测，2005年我国聚丙烯需求总量将达到834万吨，2010年将达到1260万吨，20052010年年均增长率约为3.7%。2010年以后，由于需求增长速度超过产能增长速度，致使供需缺口进一步扩大，2010年我国聚丙烯供需缺口为500万吨，2015年将达到690万吨，详见表2-2-9所示。表2-2-9 我国聚丙烯供需预测 项 目2005年2010年2015年生产能力（万吨/年）555760880需求量（万吨/108、年）83412601570供需缺口（万吨/年）2795006902010年以后，国产聚丙烯产品存在的结构性过剩和结构性短缺的矛盾依然十分突出。其中结构性过剩产品主要是以拉丝料为主的通用型产品；而结构性短缺的产品是包括共聚注塑料、高档BOPP专用料、CPP、管板材在内的专业料。由于下游塑料加工业迅速发展，高性能和高附加值产品的需求增长很快，而新用途又在不断开发，因此未来我国聚丙烯专业料市场发展空间很大。223价格分析聚丙烯合成树脂是丙烯最重要的下游产品，其应用在近20年内得到迅猛发展。2000年夏季以后，亚洲地区经济复苏，需求增加，聚丙烯价格一度上升到640美元/吨左右，同期，美国和西欧的价格比109、较稳定，分别为800美元/吨和750美元/吨。2001年国际大部分地区聚丙烯市场价格下滑，美国和西欧的聚丙烯价格下跌到650美元/吨和550美元/吨的水平，下跌幅度与年初相比都超过了10%，亚洲聚丙烯价格也比年初下滑了20%多，仅为500美元/吨。随后由于中国加入WTO，激发了新的消费需求，价格出现上升迹象，2002年聚丙烯市场价格恢复到600美元/吨以上。2005年8月下旬国际市场注塑聚丙烯价格西北欧（FOB价）为920美元/吨，西北欧（FD价）为1083美元/吨，休斯顿（FAS价）为942美元/吨，远东（CFR价）为1045美元/吨，东南亚（CFR价）为1040美元/吨。近年国际市场聚丙烯110、价格走势详见图2-2-1所示。由于我国聚丙烯供需缺口较大，进口量较多，因此，销售价格受国际市场价格影响较大。2001年我国聚丙烯进口平均价格约652.4美元/吨，2004年我国聚丙烯进口平均价格已经上涨到约880.1美元/吨。2001年我国聚丙烯市场销售价格呈下降态势，以聚丙烯T30S为例，2001年1月份市场销售价格为6725元/吨，2月份下降到6700元/吨。3月份以后，由于国际市场聚丙烯价格一路走低，使国内市场价格不断下跌，到12月份已下跌到5700元/吨，比6月份下跌13.6%。2001年我国聚丙烯市场平均价格为6047元/吨，比2000年下降了4.8%。2002年2季度以来，随着需求111、增加，价格有所反弹。2002年4月份聚丙烯T30S市场销售价格回升到6750元/吨，比2001年12月份上涨约18.4%。9月份价格继续上涨到6850元/吨，比1月份上涨约22.3%。2003年由于全球经济复苏步伐加快，国际丙烯价格持续上扬，为国内聚丙烯价格进一步上扬创造了条件。特别是2004年下半年，国内聚丙烯价格上扬的幅度更甚，从2004年初的8200元/吨上涨到7月份的9100元/吨，到年底则进一步上涨到10500元/吨，全年平均价格高达9117元/吨。我国聚丙烯近年来的年平均价格如表2-2-10所示。表2-2-10 近年我国聚丙烯市场平均价格（元/吨）年份199920002001200112、220032004市场价格4817635060476259750091172005年8月下旬国内聚丙烯生产厂家出厂价一般在1020010500元/吨，同期上海市场聚丙烯价格在1090011200元/吨，余姚塑料市场聚丙烯价格在1070011200元/吨，汕头塑料市场聚丙烯价格在1050010800元/吨。近年我国聚丙烯市场价格变化走势详见图2-2-2所示。根据对未来国际石油价格的预测，原油价格应在30美元/桶以上。聚丙烯的价格取值兼顾目前国际国内聚丙烯市场价格和国内各主要生产企业近年来的出厂价格，建议按60008000元/吨进行技术经济分析，这是相当保守的。23竞争力分析231资源优势本项目原113、料煤、燃料煤均拟选用东胜煤田乌兰希里区矿井煤。东胜煤田目前探明储量900亿吨，根据煤质划分为南部精煤区（化工煤基地）和北部电煤区。南部精煤区原煤属长焰煤，具有低灰、低硫、挥发份高、发热量较高等优点，是优良的煤化工（气化）原料用煤。到2010年规划总生产能力达到10070万吨。北部区探明煤炭储量510亿吨，煤种属高挥发份、中高发热量的不粘结煤，主要作为燃料煤使用，目前，生产能力940万吨，计划到2010年达到3240万吨。乌兰希里区位于自治区市，行政区划隶属东胜区和伊金霍洛旗管辖。地理坐标为东经10945301100325，北纬393158394637。乌兰希里区煤炭资源详查探明储量为76亿吨，114、本区地层倾角平缓，地质构造简单，煤层发育，主要可采煤层多、厚度大、层位较稳定，开采技术条件简单，以低硫-特低硫、低灰-特低灰、低磷-特低磷，中高发热量的不粘煤为主，部分为长焰煤，煤质优良。本项目煤源供应充足、煤质较好，资源优势十分明显。232技术优势本项目的关键技术包括煤气化技术、甲醇合成技术、MTP、丙烯聚合技术等，本报告推荐采用德国未来能源公司的GSP粉煤加压气化技术、先进的有大型化经验的甲醇合成工艺技术、Lurgi公司的MTP工艺技术、UOP公司的MTO工艺技术、Basell公司的Spheripol丙烯聚合工艺技术、三井公司的搅拌釜重稀释剂乙烯聚合工艺技术，上述工艺技术均属于国内、国际上115、享有盛誉的成熟技术或已进入工业化示范的先进技术，因此优势十分明显。233产品优势本项目的主产品均为国内石油、化工市场紧俏的产品，目前我国甲醇和聚丙烯国内生产满足不了需求，每年不得不大量进口，市场价格稳定在较高的水平上，生产企业经济效益显著，市场行情十分看好。总的分析认为，本项目产品在未来的市场竞争中能够处于优势地位。24市场风险分析241产品价格风险产品价格是影响本项目较敏感的不确定因素，产品价格取值参考了与布伦特原油价格30美元/桶相对应的价格体系。根据对未来国际石油价格的预测，原油价格应在30美元/桶以上。产品甲醇和聚丙烯的价格取值也兼顾目前国内甲醇和聚丙烯市场价格、国内各主要生产企业近年116、来的出厂价格。由于全球经济强劲复苏，预计甲醇和聚丙烯的价格还有一定的上升空间。本可研对产品价格波动留有一定余地，因此，在产品销售价格方面风险不大。242政策风险以煤炭为原料通过中间产物合成气、甲醇、低碳烯烃，进而制备市场上紧俏的聚丙烯产品是解决石油资源相对不足，缓解供需矛盾，保障能源安全的现实选择，是我国能源战略发展的重要方向。地区煤炭质量优越、资源丰富，因此利用资源优势发展大型综合煤化工技术和产业，对于调整地区产业结构、资源合理利用、进一步繁荣区域经济、促进西部地区发展以及社会全面进步等具有重要意义。本项目符合国家的政策和鼓励发展的产业方向，可以享受国家和地方政府颁布的一系列优惠政策，在当前117、和未来相当长一段时期内不会有政策风险。3. 生产规模、总工艺流程、产品方案3.1 生产规模 本项目是采用煤为原料生产甲醇，甲醇通过MTP装置转化为丙烯，丙烯经聚合生产聚丙烯，各主要工艺装置的规模为：生产规模 设计规模甲醇装置200万吨/年 5500吨/日MTP烯烃装置55万吨/年聚丙烯装置55万吨/年空分装置(供氧能力)18万m3(N)/h年操作时间8000小时 3.2 总工艺流程 本工程包括煤气化和甲醇装置、MTP装置和PP装置三个主要工艺装置。总工艺流程见全厂工艺物料平衡图3-1。3.3 产品方案产品：聚丙烯55万吨/年副产品：汽油15.09万吨/年液化气7.23万吨/年固体硫磺7776吨118、/年注：由于烯烃转化的大型工业化生产的技术来源还未确定。为了给下一步的项目积累经验，打下基础，计划先上一套20万吨/年甲醇生产线及其配套的公用工程、辅助设施。3.4 产品规格及质量标准（1）甲醇本项目产品甲醇除了满足MTO装置对甲醇的质量要求外，同时要满足商品甲醇的需要。因此甲醇质量指标执行中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-2004）优等品的要求。氧气 1.67万m3/h13360万m3/y水 189t/h1512000t/y原料煤261/h2088000t/y变换氨压缩制冷气化低温甲醇洗甲醇精馏甲醇合成溶液再生系统甲醇225t/h1800000t/y烯烃回收副产硫磺0.927t/h119、7776t/y甲醇转化硫回收副产乙烷和丙烷9.04t/h 72300t/y丙烯68.75t/h550000t/y副产C5+ 18.86t/h 150900t/y本体聚合催化剂制备单体净化聚合物干燥和造粒聚合物脱气和汽蒸聚丙烯产品550000t/y180万吨/年甲醇、55万吨/年MTP、55万吨/年PP联合装置工艺物料流程图3-1中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB338-2004） 项 目指标优等品一等品合格品色度（钼-钴）， 510密度（20）， g/cm3温度范围（0，101325Pa）, 沸程（包括64.60.1）, 0.81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水溶液试验澄清-水120、份含量，% 0.100.15-酸度（以HCOOH计），% 0.00150.00300.0050碱度（以NH3计），% 0.00020.00080.0015羰基化合物（以CH2O计）， 0.0020.0050.010蒸发残渣含量， % 0.0010.0030.005副产品硫磺硫磺产品符合中华人民共和国国家标准（GB2449-92）优等品指标。项 目指标优等品一等品合格品硫，% 99.999.599.0酸度（以H2SO4计）, % 0.0030.0050.02水份，% 0.100.501.00灰份，% 0.030.100.20砷，% 0.00010.010.05粒度片状片状片状（2）聚丙烯 根据国121、内聚丙烯市场的供需情况，结合一些消费增长迅速的应用领域并考虑到目前汽车、化纤、注塑、管材、BOPP等专用牌号缺乏的现状，本装置拟引进国外先进的聚丙烯生产技术，从引进技术可生产的产品牌号中选择上述国内紧缺的品种进行生产，以满足国内市场迅速增长的需要。本聚丙烯装置总产量是550,000吨/年,拟生产均聚产品、无规共聚产品和抗冲共聚产品。表3-1 聚丙烯产品牌号及用途表类型牌号类型M.F.R.性能和应用挤出和热成型YD50S均聚0.3管材和异型材D50S均聚0.4挤出管材, 抗热老化Q30P均聚0.7挤出片材, 热稳定性好YS32SP均聚2.0热成型片材，机械强度高EPS31HP抗冲共聚1.3挤出波122、纹板和管材,汽车部件EPD60R抗冲共聚0.35大型中空部件,耐热和洗涤剂EP2S12B无规共聚1.8吹塑医疗用品EP2S30B无规共聚1.8高光泽和透明容器注塑成型S60D均聚1.8抗热和洗涤剂，洗衣机专用料T30G均聚3.0玩具和家用器具T50G均聚3.0抗热老化，汽车和电器V30G均聚16.0一般用途，易加工注塑成型Z11G均聚25.0抗辐射, 医用器械H32GA均聚40.0透明度好,薄壁容器H32GA均聚35.0薄壁注模, 抗静电EPT30R抗冲共聚3.5冰箱冷藏盒,行李箱EPC31H抗冲共聚6.0高光泽.抗应力发白,瓶盖,玩具EPC30R抗冲共聚7.0抗冲和刚性平衡,家用器具座椅EP123、F31H抗冲共聚12.0高抗冲和刚性平衡,冰箱汽车部件HEXP280抗冲共聚18.0杰出机械性能,硬质包装和家具EP2X49GA无规共聚10高透明度,食品化妆品,药品包装纤维F30S均聚12.0短纤和复丝F79S均聚13.0短纤, 抗褪色V79S均聚21.0短纤Z21S均聚25.0纺粘Z69S均聚25.0BCF与短纤, 抗褪色H39S均聚36.0纤维, 抗褪色Z30S均聚25.0BCF与短纤薄膜和BOPP膜S38F均聚2.0多层复合膜，用于鲜花、纺织品等的包装S28C均聚2.0金属化膜，适用于高速拉幅机S38CA均聚2.1共挤出，适用于高速拉幅机EP3C37F抗冲共聚5.0抗撕裂.抗静电.高质124、量包装膜EP1X35F无规共聚8.0复合膜,低SIT,食品包装EP2C37F无规共聚6.0复合BOPP膜中的热封层本项目选定的部分有代表性的产品的质量指标详见表3-2。表3-2 产品牌号及性能产品牌号单位测试方法Q30PS38FT50GZ30S树脂类型均聚均聚均聚均聚熔融指数dg/10minASTM D12380.72.0325表观比重g/cm3ASTM D15050.90.90.90.9挠曲弹性模量N/mm2ASTM D7901400165015001700抗拉屈服强度 N/mm2ASTM D63835353637拉抻屈服伸长率ASTM D63812121210Izod冲击强度23J/mAS125、TM D256150604530洛氏硬度R scaleASTM D7851051059097维卡软化点, 10ND1525154154153155热变形温度，0.46N/mm2ASTM D64891949597空气加速老化150电炉oreASTM D30123605001500360续表3-2产品牌号单位测试方法EPS31HPEPT30REP2S12BEP1X35F树脂类型抗冲共聚抗冲共聚无规共聚无规共聚熔融指数dg/10minASTM D12381.33.51.88.0表观比重g/cm3ASTM D15050.90.90.90.9挠曲弹性模量N/mm2ASTM D79014501250800126、1100抗拉屈服强度 N/mm2ASTM D63827272730拉抻屈服伸长率ASTM D6387121412Izod冲击强度23J/mASTM D25650016010050洛氏硬度R scaleASTM D78592817784维卡软化点, 10ND1525151150130138热变形温度，0.46N/mm2ASTM D64895887080空气加速老化150电炉oreASTM D30123602000360360 （3）汽油汽油产品规格项目质量指标密度 kg/m740-790Reid蒸气压(37) kPa45-70C5及C5+ %(wt)不大于 2.0RON辛烷值90 95烷烃45 127、65 % wt.烯烃20 25 % wt.芳烃15 30 % wt.苯 1.0 % wt.总硫含量 ppm(wt) 5（4）液化气（LPG）LPG产品标准(GB 11174-1997)项目质量指标实验方法密度 kg/m报告SH/T 0221蒸气压(37.8) kPa1380GB/T 6602C5及C5+ %(v/v)不大于 3.0SH/T 0230残留物蒸发残留物 %(v/v)油渍观察不大于 0.05通过SY/T 7509铜片腐蚀 级1SH/T 0232总硫含量 mg/m3343SH/T 0222游离水无目测LPG产品规格项目质量指标蒸气压(40) kPa1500C5及C5+ %(wt)不大于128、 2.0总硫含量 ppm(wt) 5 4工艺技术方案本工程主要采用（1）煤制甲醇 （2）甲醇转化烯烃 （3）丙烯聚合 三项技术。4.1甲醇装置工艺技术选择 以煤为原料生产甲醇的主要工业生成装置的工艺过程为煤制备、气化、变换、脱硫脱碳、压缩、甲醇合成、甲醇精馏，最终获得产品甲醇。 由于采用煤为原料的甲醇装置，其工艺流程复杂，投资远比以天然气为原料的甲醇装置高，所以国际上的甲醇装置主要为天然气和尾气（乙炔尾气）为原料，而以煤为原料的甲醇装置主要在中国。各个生产过程的技术根据工艺过程分别介绍如下：(1)备煤备煤装置的目的是将合格粒度的原煤，加工为气化装置和锅炉系统所需规格的原料煤和燃料煤。备煤装置由129、原煤贮运和气化煤粉制备及粉煤输送等系统组成。原煤贮运系统分气化原煤贮运和燃料煤贮运两条线。合格的燃料煤由皮带输送系统直接送至锅炉系统。气化原料煤经输送系统送至气化煤粉制备单元，进行磨粉、干燥。1）煤粉制备系统气化装置使用GSP干煤粉加压气化工艺技术，煤粉用高压CO2输送连续进料，煤粉制备单元设置煤粉贮仓，即采用中间贮仓式。2）磨煤机型式选择煤粉制备常采用的磨煤机有以下3种型式： 低速磨，一般适用于中、小规模。对磨损性很强的烟煤，在投资合理时，对大型工程也可采用双进双出钢球磨煤机。 中速磨，能耗低，负荷调节能力强，处理能力大，适用煤种范围广，如HGI指数在35100的煤种，原煤水分适宜在25以下130、。我国已有北京、上海、沈阳等大型电力设备厂和重型机械厂引进国外技术形成系列产品生产，产品使用情况良好。 高速磨，适宜磨制水分高、可磨度高、磨损性不强的褐煤或烟煤，主要缺点是叶轮磨损较快。根据建设单位提供的煤质数据，设计采用中速磨。3)干燥热源根据原煤挥发分高、易燃易爆的特点，采用以热风炉烟气为主的干燥介质，并补充部分氮气。为减少煤尘排放量，节约能耗，干燥热风大部分循环使用，部分排放，以平衡系统的湿含量。本项目合成单元将产生弛放尾气，可用作热风炉燃料，不足部分燃料采用GSP煤气。4）煤粉分离收集方式采用大型长袋低压喷吹袋式收尘器一级分离收尘的方式，流程简单，设备少、阻力降低、运行故障少，可以保证131、尾气达到国家排放标准。国内该项技术在消化吸收国外先进技术的基础上已日臻成熟，并已在各行业推广应用。5）煤粉的贮存和输送成品煤粉含水量为 2%，为防止煤粉结拱堵塞，煤粉贮仓、变压锁斗、煤粉给料仓、溜管及输送设备均保温伴热，防止煤粉结露；同时煤粉贮仓锥底出口附近加气流板充N2气流帮助流化。气化炉操作压力高，煤粉采用高压CO2气密相输送。(2)煤气化技术目前，在国内外的煤气化领域已开发出第二代煤气化工艺，也是气流床气化工艺，其特点是对煤种适应性广、炉生产能力大、气化效率高、污染排放少。现代先进的煤气化技术主要包括：德国FUTURE ENERGY公司的GSP干煤粉加压气化技术、荷兰Shell公司的 S132、CGP干煤粉加压气化工艺、美国Texaco公司的水煤浆加压气化工艺。1）SCGP气化工艺的特点Shell公司在渣油气化技术取得工业化成功经验的基础上，开发成功了粉煤加压技术。1993年在荷兰建成日投煤量2000t的大型商业用气化装置，用于联合循环发电。在国内，目前以渣油生产合成氨的装置中，进行了油改煤改造，有多套装置采用了SCGP气化工艺，预计2005年建成投产。其主要特点如下：a）原料适应性宽。褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦等均可。b）气化温度约14001600，碳转化率达99%以上，产品气体洁净，不含重烃煤气中有效气体(CO+H2)达到90%以上。c）采用干法进料，氧耗低，空分装置规模较小，投133、资降低。d）单炉生产能力2000t2500t。e）气化炉采用竖管水冷壁结构，无耐火砖衬里，设备维护量较少，不设备用炉。该技术目前只有国外两套以煤为原料大型装置在运行，用于联合循环发电，工业化的经验不多，技术须依赖进口，国内技术支撑率低。国内有六套Shell气化装置正在建设，另有几个项目也签了引进合同。但从实际建设情况看，气化炉供货周期不少于18个月，关键设备国产化率低，使得Shell气化装置投资高，建设周期长，国内并无运行经验，因此也加大了投资的风险。2）GSP气化工艺GSP干煤粉加压气化技术是由前东德德意志燃料研究所开发，70年代在弗来堡 (Freiburg)建立了一套 3MW中试装置。80134、年代初，在黑水泵电厂建立了一套130MW商业化装置，原料处理能力为 720t/d，84年建成并投入运行，该装置运行了10年而气化炉的喷嘴和水冷壁无大的损坏。GSP工艺已经过多年大型装置的运行，已先后气化了80余种原料，不仅可以气化高硫、高灰等劣质煤，而且可以气化工业废料、生物质等，煤气中CH4含量极低，很适合生产合成气，气化过程简单，气化炉装置生产能力大，装置的开工率在90%以上。该技术主要特点如下：a）原料适应性宽，固体原料和液体原料。固体原料中的褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦等均可。对煤的活性没有要求。b）气化温度约14001600，碳转化率达99%以上，产品气体洁净，不含重烃煤气中有效气体(135、CO+H2)达到90%以上。c）采用干法进料，氧耗低，空分装置规模较小，投资降低。d）单炉生产能力2000t2500t。e）气化炉采用盘管水冷壁结构，无耐火砖衬里，设备维护量较少。f）启动时间短，从冷态气化炉到热态满负荷运转只需0.51h。GSP技术，在国内尚无工业生产装置投产，但由于其采用激冷流程，与德士古气化相同，设备的国产化率很高，其技术风险的难度比SHELL技术低得多。3）德士古气化工艺德士古水煤浆加压气化工艺自1978年首次推出以来，在过去十多年中，已在美国、日本和中国相继建成多套生产装置，取得了一定的运行经验。Texaco工艺煤种适应性较强，除含水高的褐煤以外，各种烟煤和石油焦均能136、使用。通常为保证装置长期稳定操作，气化用煤的灰熔点ST 宜低于1350，煤的灰份含量最好不超过13%，最高内水分不超过8%，操作温度下的灰渣粘度控制在2030Pa.s时，更有利于操作。工业上应用较多、技术先进而适宜于生产甲醇的主要气化技术的特点，简介如下：序号项 目Shell粉煤气化GSP粉煤气化德士古气化1气化工艺气流床、液态排渣气流床、液态排渣气流床、液态排渣2适用煤种褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣次烟煤、烟煤、油渣3气化压力(MPa)2.04.02.04.04.06.54气化温度()1400160014001600130014005单炉最大投煤量 (t/137、d)25002500200061000Nm3有效气耗氧量 (Nm3)3303603303403804307碳转化率, (%) 99 9996988冷煤气效率(%)7883788370769有效气含量 (%)909490948010总热效率,(%)98（废锅流程）90（激冷流程）909511操作弹性,(%)50130501307011012技术成熟度高高高13对环境影响低低较低14建厂投资高较低较低德士古工艺存在煤耗、氧耗较高，气化效率较低，料浆喷嘴和耐火砖磨损消耗高，运行成本较高等缺点，不推荐采用Texaco工艺。对比各种工艺的技术特点，GSP和SCGP工艺都具有一定的优势。SCGP工艺采用废138、锅回收废热工艺，虽然总热效率较GSP工艺高，但其投资高，其回收的热能与增加的投资相比，不经济。GSP工艺装置粗煤气处理采用激冷流程替代废锅流程，省掉了废热锅炉系统及后续的飞灰回收系统，与德士古工艺相同采用了激冷流程，但采用干粉进料，氧气消耗低，有效组分高。GSP工艺技术，其消耗和煤气效率与SHELL公司的SCGP工艺相当，比德士古工艺高。主要设备除气化炉烧咀和内件（内冷壁）外，设备可国内采购，其投资远SHELL公司的SCGP工艺低得多，也比德士古工艺的投资低。推荐采用GSP气化工艺技术。年产200万吨甲醇装置的气化装置，采用日投煤量（原煤）2000的系统4套。(3) CO变换技术气化炉出来的煤139、气中，CO高，需经过变换和脱碳，将煤气中的H2/CO比值调节到甲醇合成所需适宜值。经计算煤气中约有56%的CO变换为H2，推荐采用宽温耐硫变换工艺。CO变换技术的发展是随变换催化剂的进步而发展的。变换催化剂的性能决定了变换工艺的流程及其先进性。甲醇合成需要大量的CO，所以煤气中只需将甲醇合成气中的H2/CO比值调节到甲醇合成所需适宜值即可，不需要深度变换，而煤气中的饱和水，足以满足变换所需的蒸汽。所以主要考虑的是催化剂的耐硫活性。目前，在国内外含硫在1000ppm的变换过程中，广泛采用的是Co-Mo系变换催化剂，操作温度在200550，即宽温耐硫变换工艺，操作温区较宽，流程设计合理，Co-Mo140、系变换催化剂的抗硫毒能力极强，对总硫含量无上限要求。年产200万吨甲醇装置，变换系统为3系列并联操作。(4)酸性气体脱除技术酸性气体脱除工序的任务是脱除变换气中的H2S、CO2及微量COS。采用大连理工大学的低温甲醇洗工艺。1) 酸性气体脱除技术选择CO2 和H2S的酸性气体脱除方法主要有液体物理吸收、液体化学吸收、低温蒸馏和吸附四大类，其中以液体物理吸收和化学吸收两者使用最为普遍。国内应用较多的液体物理吸收法主要有低温甲醇洗法、NHD法、碳酸丙烯酯法，应用较多的化学吸收法主要有热钾碱法和MDEA法。液体物理吸收法较适用于压力较高的场合，而化学吸收法一般适用于压力相对较低的场合。液体物理吸收法141、中以低温甲醇洗法能耗最低，但对气体中高碳烃类含量有要求。大连理工大学化工学院无机化工教研室从1983年开始就从事低温甲醇洗装置模拟分析优化研究工作，于1993年成功地开发了“低温甲醇洗装置模拟系统，形成了专利技术“低温甲醇洗专利技术工艺包”，其工艺流程甲醇循环量比林德流程少10%以上，深冷负荷也小。已有3套装置投入运行，其中1套为新建30万吨合成氨装置，二套为扩能改造。低温甲醇洗、NHD和MDEA三种广泛使用的酸性气体脱除工艺比较见下表项目低温甲醇洗NHDMDEA电耗11.11.2蒸汽消耗12.52.8冷却水消耗11.23汽提氮消耗10.7化学品消耗11.50.7相对装置投资10.80.75相142、对能耗12.12.2脱硫效果 0.1ppm1 ppm 1ppm脱CO2效果 0.1ppm 100ppm100ppm从上述的比较中看，采用低温甲醇洗技术，更为合理。鉴于国内的低温甲醇洗工艺，已被多套装置采用，其技术水平与引进技术相当，所以脱硫脱碳技术，推荐采用低温甲醇洗技术，考虑到国内的低温甲醇洗工艺技术的生产装置规模较小，所以可研暂按引进低温甲醇洗技术设计，设备国内订购。2) 甲醇合成技术目前，在世界上广泛采用的甲醇合成技术为多段冷激式甲醇合成塔、管壳式甲醇合成塔、多段径向甲醇合成塔（TEC MRF合成塔）、三菱超级甲醇合成塔、绝热式甲醇合成塔（TOPSOE 3塔）。a）多段冷激式甲醇合成塔多143、段冷激式甲醇合成塔是采用固定床4段冷激式绝热轴向流动甲醇合成塔，段间采用菱形分布系统将冷激气体喷入降温，以调节合成塔内温度，ICI甲醇合成塔属于这种形式。由于冷凝踏结构简单，也适用于大型化，目前世界上早期大型甲醇装置中，以采用多段冷激式甲醇合成塔为最多。然而，存在的主要问题有：(a)不能回收甲醇合成产生的高位热能，合成回路循环气量大；(b)存在催化剂段间反混现象，合成塔出口甲醇含量低；(c)催化剂的时空产率不高，用气较大。因此，目前大型装置已很少使用。b）管壳式甲醇合成塔管壳式甲醇合成塔是反应器管间副产蒸汽的等温反应器，管内装填催化剂，由管间沸水移出反应热量，并产生中压蒸汽，Lurgi的和TO144、PSOE的管式甲醇合成塔为此种形式。与多段冷激式甲醇合成塔相比，管壳式合成塔有以下特点：(a) 甲醇反应条件温和，副反应较少。(b) 回收高位能的甲醇合成反应热产生3.5MPa中压蒸汽，热量利用合理。(c)甲醇合成塔出口气体的甲醇含量较高，循环气量小。(d)合成塔设备材料特殊，制造费用较高。(e)单塔生产能力有限，大型装置需多系列操作。c）多段径向甲醇合成塔（TEC MRF合成塔）日本TEC公司开发了一种新的甲醇合成反应器，它是多段、间接冷却、径向流动的反应器，简称为MRF反应器。该反应器由外筒、催化剂筐以及许多垂直的沸水管，即反应器的冷却管组成，冷却管埋于催化剂层中，合成气由外进入触媒层，然145、后径向流动通过催化剂层进行反应，反应后的气体汇集于中心管，由下部出去。MRF反应器有以下特点：(a)气体径向流动，流道短，流通截面大，因此压降很小，约为轴向反应器的十分之一。(b)回收废热副产中压蒸汽，压力比管壳式塔副产蒸汽压力低0.8MPa。蒸汽利用困难。(c)炉水在双套管内强制循环，循环泵功率较大。(d)泵维修的工作量较大。d）双套管甲醇反应器（日本三菱超级甲醇合成塔）日本的MHI（Mitsubishi Heavy Industries）和MGC（Mitsubishi Gas Chemical Company）两公司联合开发了SPC塔简称超级甲醇合成塔，此合成塔相当于一个垂直的简单双套管换146、热器，催化剂装在内管和外管之间，沸水则在管壳间循环，原料气从下面进入内管，被加热后的气体进入催化剂床，反应气被外面的沸水冷却，同时被里面的气体冷却，催化剂的温度在进口较高而出口较低，使操作温度更接近最佳温度曲线，该反应器的特点是：(a)单程转化率高，8MPa压力下，可以得到14%的出口甲醇浓度。(b)能量回收好，每吨甲醇可副产11.1吨的中压蒸汽（在给水预热的条件下）。(c)合成塔相当于一个预热器来预热入口气体(d)合成塔反应管内阻力降与管式塔相当。(e)要求催化剂的低温选择性及活性都好。(f)下部软管连接，若损坏很难维修。(g)催化剂的冷壁效应不可忽视。(h)装置大型化有限e）绝热式甲醇合成147、塔对于大型或超大型的单系列甲醇装置，Topse工艺采用三台串联绝热式甲醇合成塔，在第一、第二甲醇合成塔出口设废热锅炉回收热量，第三甲醇塔出口气体预热第一甲醇合成塔的入口气体，Topse的绝热式甲醇合成塔与多段冷激合成塔相比有以下优点：(a)较高的单程转化率。(b)较低的催化剂用量。(c)热量回收好。(d)设计简单，设备制造容易，便于运输。(e)单系列生产能力大。缺点是设备台数多，流程复杂，投资较大。挪威2500t/d甲醇装置就采用了Topse三台串联工艺。在国内的甲醇装置中，采用最多、最成熟的是管壳式甲醇合成塔。在年产20万吨的甲醇装置中，合成气中的CO含量高，有效气体浓度很高，管壳式甲醇合成148、塔可以有效的带走合成甲醇反应热，使甲醇在低温下进行，可避免大量副产物发生。在国内少数装置中，采用均温型甲醇合成塔。靠反应层间的冷管内的冷气传热，带走合成反应热，内部结构复杂，副产蒸汽压力低于1.1MPaA低压蒸汽，规模大，实现冷管的均匀分布困难，而且冷管易拉裂，冷管维修困难。装置放大后，内部冷管的分布与大阀兰盖密封处理较复杂。DPT/JM公司的合成塔为蒸汽上升式合成塔，采用径向流反应，管内为上升蒸汽，壳侧为触媒床层。反应器内催化剂装填系数高，床层压降小，可采用小颗粒高活性催化剂，合成塔出口甲醇浓度较高，约为11.2%vol。副产蒸汽压力为2.0MPa。虽然管壳式塔的投资高，但由于其副产的3.5149、MPa中压蒸汽过热后，可以作为合成压缩机、冰机等的驱动蒸汽，大大减少了装置的消耗，而且由于煤气化带有大量的低位热，采用均温型甲醇合成塔，势必造成低压蒸汽的浪费，装置消耗增加。所以年产200万吨甲醇合成，推荐采用管壳式合成塔。暂按引进国外技术考虑。(5)精馏技术简介粗甲醇中含有易挥发的低沸点组分（如H2、CO、CO2、二甲醚、乙醛和丙酮等）和难挥发的高沸点组分（如乙醇、高级醇和水等），所以需通过精馏的办法制得精甲醇。精馏通常采用两种方法即两塔精馏和三塔精馏。1）两塔精馏：即预精馏塔分离低沸点组分，主塔（甲醇精馏塔）分离高沸点组分，获得高品质甲醇产品。2）三塔精馏三塔精馏与两塔精馏的原理完全一致，150、区别在于将两塔精馏的甲醇精馏塔分成加压塔（0.56 MPa0.6MPa）和常压塔两个塔，而且各自承担甲醇精馏负荷的40%60%，常压塔塔底再沸器所用热量来自加压塔塔顶气相甲醇冷凝时放出的热量。三塔精馏比两塔精馏可节约热量40%左右。采用3塔或2塔精馏，主要取决于装置的蒸汽平衡。有大量工艺废热或大量低压蒸汽的条件下，统常采用2塔精馏。在低压蒸汽不足的地方，采用3塔精馏，可大幅度降低低压蒸汽的消耗。在本项目中，甲醇装置的能力为年产200万吨，精馏系统采用3塔精馏，2系列并联操作。(6)氢回收目前，中国国内已经工业化的气体回收氢的方法有3种，即膜分离法，变压吸附法（PSA法）和深冷法。3种方法各有优151、缺点，根据不同需要，不同情况选用不同的方法。深冷分离法主要用于除回收氢外，还可副产氩及其它高纯度气体。而本项目仅将合成弛放气中H2回收并返回系统，故不考虑深冷法。膜分离法工艺流程简单，投资少，操作维护方便，运行稳定，但系统压降较大。随着科学技术的进步，目前已经开发出低压降膜分离工艺。PSA法最适宜的吸附压力通常为1.04.0MPa，流程简单，可以获得高纯度的H2，但系统压力始终处于变化之中，对设备、阀门的要求高，投资大。尾气回收，需增加压缩机。本项目的氢回收，推荐膜回收工艺。(7) 硫回收从尾气中回收硫化氢中的元素硫的方法按生产方式分为湿法和干法两种。湿法主要是用溶剂将H2S吸收后在液相与氧气152、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。Claus工艺对原料气中的H2S浓度有一定的要求，对于直流Claus工艺，进料气中H2S必须大于50%。对于分流Claus硫回收装置，进料气中的H2S必须大于25%。本项目中酸气H2S含量约为30%，为较典型的Claus进气组分，采用二级Claus工艺，硫回收率可达96%，流程简单。因此酸性气体硫回收系统采用Claus工艺。尾气回收系统则有三个具有代表性的工艺可供选择： (1)153、 Linde公司 Clinsulf-DO工艺 (2) Shell公司 SCOT工艺 (3) Lurgi公司 SULFREEN工艺Clinsulf-DO尾气处理工艺是一种直接氧化法工艺，可以回收Claus尾气中94%的硫。优点是流程简单，不受尾气中H2S与SO2比例限制，原料气适应性强，操作灵活，简便。SCOT工艺属于还原吸收法，即将Claus尾气中的硫化物还原成硫化氢，然后经MDEA吸收提浓，将硫化氢尾气再循环至Claus装置。该工艺的优点是硫回收率高，总硫收率可达99.9%，缺点是流程长，投资较高。SULFREEN工艺属于亚露点低温Claus工艺，生成的硫沉积在催化剂床层上，然后再由高温再生154、气加热使硫气化随气体带出，如此由两个反应器切换操作。该工艺的主要特点是在硫的露点下获得较高的平衡转化率，但是对Claus尾气中H2S/SO2 比例有严格要求，否则会严重影响硫收率，因而对原料波动适应能力较弱。三种硫磺回收工艺都是目前世界上应用较为成熟的工艺，硫总回收率都在99.8%以上，但Clinsulf-DO与其它两种工艺相比更具有装置投资低，操作简单灵活的明显优势，本项目推荐使用Claus加Clinsulf-DO硫回收工艺。(8)空分工艺技术方案选择空分装置的技术经过多年的不断进步，向大型化全低压流程、节能型发展，能耗不断降低。空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品155、输送所组成，其特点是：1) 采用高效的两级精馏制取高纯度的氧气和氮气。2) 采用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量。3)采用高效的铝板翅式换热器，结构紧凑，传热效率高。4) 采用分子筛净化空气，流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠，大大延长装置的连续运转周期。5)空分设备趋向大型化随着大化肥、煤化工、石化、钢铁等大型工程项目的兴建和扩建，从降低投资费用，运行费用和方便管理等方面着眼，要求工程配套的空分设备也趋于大型化，国外最大的空分单机制氧能力已达100000 Nm3/h 以上。目前国内已投运的宝钢5# 空分单机制氧能力已达70000Nm3/h等级。2156、00万吨甲醇的气化装置要求使用纯度为99.6%，压力为4.6MPa的氧气，氧量为162000 Nm3/h，具有气量大、压力高的特点，采用液氧泵、液氮泵双泵内增压流程，可降低投资和维修费用，且安全可靠性高。因此，本项目推荐内增压流程。设计采用3套能力为60000Nm3/h的空分装置，并联操作。(9)冷冻技术冷冻是为酸性气体脱除工序和空分制氧工序提供工艺所需的冷量，选用离心式气氨压缩液氨蒸发制冷工艺。目前国内外大型工业冷冻设备多采用液氨蒸发制冷技术。液氨蒸发制冷设备中气氨压缩主要采用活塞、螺杆及离心式压缩方式。活塞式和螺杆氨压缩机适用于冷冻量相对较小的场合，投资较低。离心式氨压缩机适用于冷冻量大，157、冷冻深度不一的场合，投资较高。在本装置中，冷冻工序的任务是为酸性气体脱除装置和空分装置提供冷冻量，由于所需冷冻量很大，冷冻深度不一，适宜采用离心式氨压缩机。本项目推荐离心式氨压缩机液氨蒸发制冷工艺。(10) 火炬系统甲醇装置设置1套火炬系统，在开停车和事故状态下及时处理装置内排放的大量可燃性和有毒的工艺气体。火炬采用自动控制系统，一旦有工艺气体排放，即自动点火。(11) 蒸汽系统甲醇装置设有13.7MPa、5.0MPa、3.5MPa、0.5MPa的蒸汽系统。13.5MPa管网的蒸汽由锅炉房提供，用于空分装置的动力蒸汽。抽出少量5.1MPa的蒸汽，作煤气化工艺蒸汽及补充3.5MPa蒸汽管网。3.158、5MPa管网的蒸汽，大部分来自合成副产的中压蒸汽，过热到350后作为合成气压缩机、氨压缩机、甲醇溶液循环泵透平及CO2压缩机（输送用CO2的压缩）的驱动蒸汽。0.5MPa的低压蒸汽来自煤气化和变换工序，主要用于精馏工序、低温甲醇洗及脱氧槽。 工艺流程说明(1)煤粉制备气化用的原煤由原煤贮运系统送入磨煤机前碎煤仓中，通过称重给煤机加到中速磨机中磨粉，从燃气热风炉送来的热风与循环气在混合器中混合，加入调温风机送来的冷空气将热风调配到要求温度后，送入磨机将煤粉干燥，合格的煤粉吹入煤粉袋滤器中，分离下来的煤粉送入煤粉储仓中。煤粉储仓可贮存气化炉12h用量的煤粉。分离后的尾气经循环风机，部分循环至混合器159、，部分排入大气。干燥后的煤粉通过输送系统送至气化炉，输送系统主要由常压煤粉仓、煤粉变压锁斗、煤粉给料斗和煤粉输送管组成。在煤粉变压锁斗处于常压状态时，打开上阀使常压煤粉仓中的煤粉通过旋转给料器流入变压锁斗，料满后关闭上阀，通入高压N2加压至4.5MPa后，打开下阀使煤粉自流进入高压煤粉给料斗，卸完后关闭下阀，排出N2降至常压再重复上述过程。煤粉给料斗可贮存气化炉1h用量煤粉。煤粉给料斗中的煤粉用高压CO2经管道送往气化炉顶部喷嘴。制粉尾气经煤粉仓仓顶过滤器收尘后排入大气。分离下来的煤粉排入煤粉仓。碎煤仓设有仓顶袋滤器和排风风机，所有袋滤器均采用N2喷吹清灰。主要设备选择磨煤机选用辊盘式中速磨煤160、机，配置4台，3开1备。煤粉变压锁斗的进出口阀门等关键部件需要进口。(2) 煤气化1）气化工艺符合要求的煤粉与高压CO2一起进入气化炉顶部喷咀。预热后的氧气烧咀保护蒸汽，经炉顶喷咀送入炉内。在4.0MPa压力、1400左右高温下，煤粉发生部分氧化和气化反应，产生以（CO+H2）为主的粗煤气。原料中的矿渣在高温下熔融成液态渣沿炉壁流下，与粗煤气一起进入激冷室，在此，粗煤气被激冷到200左右，被水汽饱和后离开气化炉，经两级文丘里洗涤器和旋风分离器分离，除去煤气中的飞灰、氨等杂质，进入CO变换装置。高温熔渣，沿水冷壁流入气化炉下部水池淬冷成“渣球”，炉渣在流入锁斗后定时排放，排出的炉渣经输渣机送至渣161、斗。废渣水，与经预处理的水混合，经泵加压和过滤后返回气化炉底部。气化炉渣池排出的部分水和炉渣排放及输送过程的灰水，经闪蒸罐闪蒸后至灰水处理单元。气化炉水冷壁内循环水产生低压蒸汽，送至全厂低压热力管网。2）气化灰水处理气化炉底部排出的灰水和炉渣排放过程排下的灰水，先经过两级闪蒸罐除去所含的气体组分，闪蒸后的废液进入氰化物氧化罐除去氰化物，然后经沉淀槽和絮凝槽除去碳黑和细粒物等固体杂质。细粒和沉淀物去浓缩槽浓缩，经加压过滤得到滤饼，由汽车运出界区处理。除去固体杂质的过滤水和浓缩槽溢流的滤液水一起进入碱槽与NaOH中和，除去灰水中的溶解NH3。脱NH3后的灰水一部分返回气化装置，另一部分灰水进氨汽提162、塔进行汽提，氨由塔顶部排出，冷却成氨水后进储罐；汽提塔底部排出的水加入一定量盐酸调节到要求pH值后去全厂污水处理工段。主要设备选用4台投煤量2000t/d的GSP气化炉，气化炉内径约3200mm，高约7000mm，操作压力4.0MPa。本工序气化炉及密相输送系统的关键阀件等拟从国外进口。(3) 变换工艺说明从气化装置来的粗煤气先进入主热交换器预热，温度升高到320后，进入变换炉，进行变换反应。出口变换气的温度约480，CO浓度小于20%（干基），经蒸汽过热器、中变气换热器、中低压废锅、合成锅炉给水预热器、脱盐水预热器回收热量后，变换气经空冷齐及水冷器冷却到40并分离冷凝液后去酸性气体脱除装置。163、分离出的变换气冷凝液送冷凝液汽提塔汽提。汽提后的冷凝液送气化装置作激冷或洗涤用水。主要设备热壁变换炉，设计温度500，操作压力3.6 MPa，内装催化剂65m3。(4)酸性气体脱除工艺说明来自变换工段的变换气，水分为饱和，压力为3.2MPa、温度为40，进入原料冷却器。变换气在进入原料冷却器前注入甲醇，以阻止原料气中水及水化物在原料冷却器中冻结堵塞管道。均匀喷入甲醇的变换气进入原料冷却器，与从CO2洗涤塔来的净化气及富含H2S的尾气换热，使变换气温度降低，经水分离罐分离出甲醇水溶液，干燥的变换气进入洗涤塔下部。CO2洗涤塔分为上塔、下塔两部分，下塔主要用于脱硫，由于在甲醇中CO2的溶解度和溶解164、速度远比H2S、COS气体为小，故下塔仅需上塔吸收CO2的部分洗涤剂。含全部硫的甲醇液从洗涤塔底部取出，并在洗涤塔底冷却器、洗涤塔底深冷器中被冷却，膨胀至2.2MPa进入2#富硫甲醇闪蒸槽，以回收被甲醇液溶解了的大部分H2。CO2洗涤塔上塔内分三段：顶端为精洗段，洗涤液用-50的贫甲醇来吸收气体中尚存的少量CO2和H2S气体，以保证去合成工段中的净化气中CO2含量34%（ mol），总硫0.1ppm，顶部出塔气去合成工段。洗涤塔上塔中间二段为CO2吸收段，来自精洗段的洗涤液经换热冷却后进入主洗段吸收气体中的CO2，来自主洗段的洗涤液经换热冷却后进入初洗段吸收气体中的CO2。上塔底引出的另一部分165、不含H2S和COS 的甲醇，在1#富甲醇冷却器、2#富甲醇深冷器中冷却，膨胀到2.2MPa进入1#富CO2甲醇闪蒸槽，以回收被甲醇溶解了的大部分H2气。闪蒸气经回收气体压缩机升压后，返回到脱硫脱碳单元进口。含CO2不含硫的甲醇经节流膨胀进入H2S浓缩塔顶部，在此塔的上半段洗掉气相中的H2S和COS，塔顶的尾气排放，最大硫含量为100ppm（v）。含硫甲醇经过节流膨胀后进入H2S浓缩塔，为了增加气体中H2S的浓度，降低再生的消耗，用N2在H2S浓缩塔的下部气提出CO2。由H2S浓缩塔排出的尾气回收冷量后排放，H2S+COS含量低于100ppm（V）。从H2S浓缩塔底部出来的含有富硫的甲醇液加热后166、进入再生塔。顶部出来的含H2S甲醇蒸气经过冷却，分离出甲醇后，不凝气送硫回收单元。分离出来的甲醇溶液部分用做塔回流液，部分被送到H2S浓缩塔。从热再生塔底部取出的再生贫甲醇，经过冷却后被送到甲醇收集槽中，然后由贫甲醇泵加压并经冷却后，除部分用作喷淋甲醇外，其余贫甲醇送洗涤塔作吸收液。为了除去系统中由原料气带入的水分，减小腐蚀，本装置设置了甲醇/水分离塔，将水从系统中除去。从水分离器出来的甲醇水溶液在甲醇/水分离塔回流冷却器中被从热再生塔底部出来的甲醇加热，然后进入甲醇/水分离塔。在生产过程中，系统中会积累一些重金属、杂质和水，为了保持整个系统的平衡，从热再生塔底部引出部分贫甲醇，在热再生塔底泵167、加压下经过贫甲醇过滤器过滤，在换热器中换热后进入甲醇/水分离塔顶部。分离塔热源来自中压蒸汽。塔底排出含有各种杂质的废水，其中甲醇量控制在3000ppm去处理厂。甲醇/水分离塔顶部采用空气冷却器和水冷却器串联，以节约用水。主要设备采用3台板式H2S吸收塔。操作温度-45，操作压力3.7MPa，筒体材质选用09MnNiDR低温钢。采用3台板式CO2 吸收塔。操作温度-60，操作压力3.7MPa，筒体材质选用09MnNiDR低温钢。(5) 甲醇合成工艺流程从脱硫脱碳工段来的原料气，经压缩后与循环气混合，进入入塔气预热器预热至反应温度，从顶部进入甲醇合成塔，在合成塔内CO、CO2与H2反应生成甲醇和水168、，同时亦有其他有机杂质生成。出合成塔的气体先经入塔气预热器加热入塔原料气，进甲醇水冷器冷却，气液混合物经甲醇分离器分离出粗甲醇。粗甲醇减压至0.4MPa进入闪蒸槽除去甲醇中的大部分溶解气体后送甲醇精馏，未反应的气体作为循环气返回循环压缩机。为防止惰性气在系统内积累，要连续从系统中排放吹出气。吹出气经过氢回收后，可作为燃料使用。甲醇合成塔副产的3.5MPa中压蒸汽过热到350后进入蒸汽中压管网，作为合成气压缩机（含循环机）、冷冻系统氨压缩机、甲醇循环泵的透平驱动蒸汽。主要设备管壳式甲醇合成塔2台；绝热式合成塔1台。合成气压缩机（含循环气压缩），2800kW，1台，蒸汽透平驱动；(6)精馏工艺流程169、甲醇合成工段来的粗甲醇用蒸汽冷凝液预热至65左右入预蒸馏塔，在此塔中除去残余溶解气体以及以二甲醚为代表的低沸物。顶部出来含低沸物馏分采用空气冷却器和水冷器串联，以节约用水。低沸物经冷凝回收甲醇后，其不凝气送去作燃料；塔底出来的预后甲醇经升压后入甲醇精馏塔；预蒸馏塔塔底由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器向塔内提供热量。为防止粗甲醇在预精馏塔中腐蚀设备，往预蒸馏塔下部高温部分加入一定量的稀碱液，使预后甲醇的PH值保持在8左右。加压精馏塔塔底用低压蒸汽加热，加热设备为热虹吸式再沸器，塔顶出来的甲醇蒸汽经与常压塔再沸器换热冷凝后一部分作为回流液，一部分作为“AA”级产品经冷却到常温后，送甲醇计量槽。常压精170、馏塔顶部采用空气冷却器和水冷器串联。塔底出来的含醇水送入甲醇回收塔作进一步处理。甲醇精馏塔塔底用加压塔顶部的甲醇蒸汽加热，加热设备为热虹吸式再沸器，塔顶出来的甲醇蒸汽经换热冷凝后一部分作为回流液，一部分作为“AA”级产品甲醇送甲醇计量槽。(7) 氢回收工艺流程说明氢回收采用膜分离工艺，甲醇合成弛放气送入膜分离器，在低压侧得到回收的渗透气，其氢气纯度达到85 %以上，经升压至压力为3.1MPa，作为原料气返回到合成气压缩机入口；而在高压侧得到的非渗透气，经减压后作为燃料气送入燃料气管网，作燃气热风炉的燃料气。(8)硫回收工艺流程说明由酸性气体脱除装置来的酸性气体，引出总量的三分之一与鼓风机供给的171、空气一起进入酸气燃烧炉， H2S燃烧转化成SO2 。出燃烧炉的高温工艺气进入废热锅炉产生低压蒸汽，之后与另一路占总量2/3的酸气一起进入一段转化器，在催化剂作用下，使H2S转化生成元素硫，该反应放出的热使工艺气温度升高。一段转化器出口的工艺气经换热器后进入一级冷却器，硫冷凝下来与气体分离，流至液硫槽。气体则与一段转化器来的热气体换热使温度升高，进入二段转化器，剩余的H2S和SO2 进一步转化成元素硫。经二段冷凝器冷却后，进入液硫捕集器，把残余在气体中的液硫雾收集下来。出二段冷凝器的尾气经加氢转化器将剩余的硫化物转化为H2S，再经冷却器急冷，除去气体中水分，进入Clinsuf-DO反应器催化剂床172、层，被加入的空气中的氧直接氧化成单质硫，经冷却与气体分离，尾气经焚烧炉焚烧由烟囱排入大气。 (9)冷冻工艺流程说明从低温甲醇洗各冷点蒸发后的-40氨气体，压力约0.07MPa，进入氨分离器，将气体中的液滴分离出来后进入离心式制冷压缩机进口，经压缩后，出压缩机气体压力升为1.7MPa，温度约130，进入氨冷凝器。氨蒸汽通过冷却水冷凝成液体后，靠重力排入氨储槽。由储槽出来的温度为40氨液体一部分直接送空分装置使用，剩余部分截流到0.5MPa进入氨闪蒸槽，氨液体降温至约4，氨闪蒸气与空分装置来的氨气合并进入压缩机补气口进一步压缩至排气压力。出闪蒸槽的氨液体送往低温甲醇洗工序各冷点，再次经各冷点调节阀173、节流至-40，蒸发后的气体返回本系统完成制冷循环。制冷量选用制冷机组3套，制冷量为 -40： 8670kW 消耗定额，以煤吨甲醇计（100%）项目单位消耗小时消耗原煤Kg1160261000电kWh13029250冷却水t485109125高压蒸汽Kg2189.8492705脱盐水t3.2720仪表空气Nm3409000回收硫磺kg-4.3 -967.5注：1）甲醇装置的中压蒸汽消耗，包括空分装置的动力蒸汽消耗2）甲醇装置的电耗，包括空分装置的及煤粉干燥的耗电。4.2 空分装置概述本空分装置的建立是为甲醇装置提供所需的高压氧气以及全厂各工艺装置所需的氮气。本装置的主要用气条件如表4-2-1所列174、。 表4-2-1 空分装置产品一览表名称规 格单位流量用 户氧气纯度： 99.6%压力： 5.0MPa(G)Nm3/h180000甲醇装置高压氮气纯度： 99.99%压力： 5.2MPa(G)Nm3/h1500甲醇装置低压氮气纯度： 99.99%压力： 0.8MPa(G)Nm3/h20000甲醇装置纯度： 99.99%压力： 0.6MPa (G)Nm3/h2750PP装置600MTP装置工艺技术方案选择空分技术经过多年的不断发展，现在已步入大型全低压流程的阶段，能耗不断降低。大型全低压空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送所组成，其特点是：(1) 采用高效的两级精馏175、制取高纯度的氧气和氮气。(2) 采用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量。(3) 热交换器采用高效的铝板翅式换热器，结构紧凑，传热效率高。(4) 采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期。由于产品氧气的用户对氧气的压力有一定要求，纯氧又是一种强氧化介质，氧气的增压工艺常常成为研究的一个重点。氧气的增压有两种方式，即采用氧气压缩机和液氧泵，前者压缩介质为气氧，在冷箱外压缩；后者压缩介质为液氧，在冷箱内压缩，分别称为外增压流程和内增压流程。最近制造厂又推出双泵内增压流程，即根据用户对高压氧气、高压氮气的要176、求，分别用液氧泵、液氮泵在冷箱内压缩至要求压力后，复热气化输出，该工艺显著优点是投资省、维修费用低、安全可靠性高。本项目气化装置要求使用纯度为99.6%，压力为5.0MPa（G）的氧气，氧量为180000 Nm3/h，具有气用量大、压力高的特点，因此本研究需要对空分装置的氧气增压流程作出选择。从能耗上看，相同制氧能力的空分装置，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内增压流程使用了空气增压机来提供系统的部分制冷量，多压缩了氮气，理论上要多消耗了压缩功，但是空气增压机的效率比氧压机高，氧压机实际运行往往偏离其设计工况，两者实际的功耗是很接近的。从安全方面分析，尽管外增压流程的使用也177、比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水平不断提高，但是统计数据表明，国内用户使用的氧压机（包括进口氧压机）有多台次发生过燃烧事故，而内增压流程从未出现过类似事故。从投资上看，两种流程相比内增压流程要低一些。此外，使用液氧泵的内增压流程比使用氧压机的外增压流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。因此，本研究推荐内增压流程。为了便于装置的运行和管理，本研究推荐采用单系列3套60000 Nm3/h空分装置并联运行的方式。工艺说明从大气吸入的空气经空气过滤器滤去灰尘与机械杂质后，入空气压缩机加压，然后进入空气冷却塔。空气在空冷塔下段与被污氮冷却的循环冷却水逆流接触而降温。然后通过上段与经液氨冷却的178、冷冻水逆流接触，降温到12入分子筛吸附器，清除空气中的水分、二氧化碳和碳氢化合物等杂质。净化后的空气分成二股：一股直接进入冷箱经主换热器被冷却至接近露点，入精馏塔下塔进行预分离，另一股导入增压机，入增压机的空气又被分为二股：一股从增压机的中间级抽出，在高压氮换热器中冷却液化，然后通过节流膨胀而补充装置运行所需的冷量；其余的从增压机的最终级压出，再分为二路：一路通过高压氮换热器的上半段冷却后，入膨胀机进行绝热膨胀制冷，然后导入下塔；另一路通过膨胀机的增压透平进一步升压后与高压液氧（一部分与高压液氮）换热而液化，然后节流降压，节流后的气体并入下塔，液体空气直接导入上塔分离或一部分先入下塔预分离。从179、精馏塔上塔底部抽出液氧，由液氧泵加压至5.1MPa（G），复热气化后出冷箱，作为产品氧气送甲醇装置。从主冷凝器抽取液氮，经液氮泵加压至5.3MPa（G），复热气化后出冷箱，作为产品氮气去甲醇装置。由下塔顶部抽出常压气氮，经主换热器复热后出冷箱，压缩至0.9MPa（G）后供用户。上塔顶部引出的不纯氮气经换热器复热后出冷箱。由于其干燥无水，一部分作为分子筛再生用氮，一部分入水冷却塔，通过气提使循环冷却水得到冷却。主要设备3套制氧能力60000Nm3/h成套空分装置。4.3 甲醇制烯烃装置 原料路线确定MTP(Methanol to Propylene)是以煤或天然气为主要原料，经合成气转化为甲醇，180、然后再转化为烯烃的生产流程。该工艺路线完全不依赖石油，在石油资源日益短缺的21世纪具有重要的意义，因而成为近年来国内外开发的一项重要的新工艺。目前，由煤制合成气再制甲醇然后生产丙烯的工艺技术日益成熟，随着该技术的工业化，将改变传统的煤化工格局，有利于使用丰富的煤炭资源，因此选择煤制甲醇再制丙烯具有重要前景。 工艺技术概况和选择(1) 工艺技术概况甲醇制取烯烃的工业化研究已进行了多年，国际上一些著名的石油和化学公司如美孚公司(Mobil)、巴斯夫公司(BASF)、埃克森石油公司(Exxon)、环球油品公司(UOP)、海德罗公司(Norsk Hydro)等都投入了大量资金进行研究。甲醇制烯烃技术的181、关键在于催化剂活性和选择性及相应的工艺流程设计，其研究工作主要集中在催化剂的筛选和制备。美孚公司(Mobil)提出了一种使用ZSM-5催化剂，在列管式反应器中进行甲醇转化制烯烃的工艺流程，并于1984年进行过9个月的中试实验，试验规模为100桶/天。在工艺过程中，甲醇扩散到催化剂孔中进行反应，首先生成二甲醚，然后生成乙烯，反应继续进行，生成丙烯、丁烯和高级烯烃，也可生成二聚物和环状化合物，以碳选择性为基础，乙烯收率可达60%（重），烯烃总收率可达80%（重），大体相当于采用常规石脑油/粗柴油管式炉裂解法收率的两倍，但催化剂的寿命尚不理想。巴斯夫公司(BASF)采用沸石催化剂，1980年夏季在德182、国路德维希港建立了一套日消耗30吨甲醇的中试装置。其反应温度为300-450oC，压力为0.1-0.5Mpa，用各种沸石做催化剂，初步试验结果是C2-C4烯烃的重量收率为50-60%，收率太低。环球油品公司(UOP)筛选出的催化剂称作MTO-100。MTO-100是联碳公司开发的SAPO-34与一系列专门选择的黏合剂材料之结合体。SAPO-34是MTO-100催化剂的基体，于20世纪80年代由Union Carbide 分子筛部开发，主要化学成分包括硅（Si）、铝（Al）、磷（P）、氧（O）等元素。它具有适宜的内孔道结构尺寸和固体酸性强度,能够尽量减少反应初期生成的烯烃发生齐聚反应生成大分子烃183、类，从而提高目标产物-烯烃的选择性。虽然SPAO-34是理想的催化材料，但对流化床操作不是坚固耐用的材料，而所选择的黏合剂可增加催化剂强度和抗磨损性能。据推测，MTO-100中所采用的黏合剂是处理过的二氧化硅和氧化铝。SAPO-34 分子筛催化剂孔径只允许乙烯、丙烯和少量的C4通过，不会产生重的烃类产品。乙烯、丙烯比率可以在0.751.5之间调节，而且乙烯和丙烯的纯度均在99.6%以上，可直接满足聚合级丙烯和乙烯的要求。鲁奇公司在20世纪90年代末开发成功了MTP工艺，利用固定床甲醇生产丙烯，催化剂系采用Snd-Chemie开发的改性ZSM-5催化剂。鲁奇声称可以随时为该工艺出具生产许可证。鲁184、奇公司声称一个规模为5000吨/天的甲醇装置每年能生产50万吨的丙烯。并在2001年夏季在挪威Tjldbergolden的Statoil工厂建设一套示范性装置，示范装置已于2002年1月开车，已运行操作超过9000小时。经技术经济可行性评价证实，如丙烯市场售价每吨在380400美元，每公吨甲醇成本为80100美元时，企业内部收益可达到1325。鲁奇公司已与伊朗国家石化公司(NPC)旗下的子公司扎格罗斯(Zagros)石化公司签署了1份价值1.99亿美元的合同,鲁奇负责在伊朗BandarAssaluye为扎格罗斯石化公司建设1座5000t/d的甲醇生产装置,该装置将采用鲁奇的甲醇生产技术。鲁奇还185、确认正在与扎格罗斯石化公司商谈在该装置现场采用鲁奇的MTP技术建设1套52万吨/年甲醇制丙烯(MTP)生产装置。Sud-Chemie GmbH公司开发的ZSM-5型催化剂是Lurgi的甲醇制丙烯（MTP）工艺的基础。在Metallgesellscbaft和Sud-Chemie共同的专利中介绍此催化剂中Si/Al原子比至少为10、碱含量小于38010-6、BET表面积为300至600m2/g、以及孔容积为0.3-0.8cm3/g。在100甲醇转化率条件下，对乙烯的选择性至少为5（wt）以及对丙烯的选择性至少为35（wt）。然而，因为C2和C4馏分部分循环回反应系统，MTP工艺可达到超过70的丙烯186、收率。所产丙烯为聚合级。MTP工艺采用绝热固定床反应器，投资较低，放大简单，风险极小。绝热固定床反应器的温度控制较流化床复杂，控制其温度上升幅度的方法包括在催化剂床之间注入甲醇或循环每一床层的部分反应流出物。反应器中催化剂积碳率较流化床低，每600-700小时对催化剂进行就地再生，再生之后用氮气保护，寿命周期2-3年。(2) 工艺技术选择近年来，UOP和Lurgi都积极的发展甲醇制烯烃技术，均取得了较好的成果，成为该领域的领头兵。现将UOP的MTO技术和Lurgi的MTP比较如下：表4-3-1 MTP&MTO工艺比较表项目MTP工艺MTO工艺产品丙烯，并附产LPG和汽油乙烯和丙烯，并附产LPG187、丁烯、碳五及以上产品反应器特征采用固定床反应器，结构简单，投资较低。反应结焦少，催化剂无磨损，可就地再生。反应温度控制比流化床难。采用流化床反应器，结构复杂，投资较大。反应有结焦，催化剂存在磨损，并需要设置催化剂再生反应器反应温度较固定床容易。工艺投资工艺流程简单，投资较低工艺流程复杂，投资较MTP工艺大消耗原料甲醇单耗略高于MTO技术，但公用工程消耗低于MTO工艺原料甲醇单耗略低于MTP技术，但公用工程消耗高于MTP工艺其它无工业化装置，但通过了示范装置运行无工业化装置，但通过了示范装置运行综上所述，MTP工艺技术流程简单，投资较MTO装置低，反应器采用固定床技术较可靠，从降低风险和减少投188、资的角度考虑，本项目推荐采用鲁奇公司的MTP技术、以甲醇为原料建设55万吨/年丙烯的甲醇制丙烯装置。虽然MTP工艺缺乏商业化经验，但从此工艺的技术特点、成熟的催化剂技术和Lurgi公司的丰富经验来看，此技术值得信赖。另外，国内的科研机构，如中科院大连化物所、石油大学、中石化石科院等也开展了类似催化剂的研究，为催化剂今后的国产化作了准备。 MTP装置工艺流程说明MTP工艺由甲醇转化工序和丙烯分离工序组成。在甲醇转化工序中通过固定床反应器将甲醇转化为烯烃，再进入丙烯分离工序中将丙烯分离，得到丙烯产品，并同时附产液化气和汽油。（1）甲醇转化工序自界区外储罐来的甲醇在甲醇预热器中预热至85,并在送入固189、定床DME反应器之前，汽化，并过热至260。约15%的甲醇进料不通过甲醇预热器，直接注入放热的DME反应器，在床层内部急冷控制温度。热物流蒸汽在300、0.1MPa条件下离开DME反应器。DME流出物蒸汽在甲醇过热器中与DME反应器进料甲醇换热后，与丙烯回收工序循环来的轻质C1-C2和C4-C5合并。然后，反应物的蒸汽混合物用二甲醚-MTP热交换器进一步加热，并经MTP加热器加热至470。三台串联的MTP反应器均为卧式固定床结构。在原料进入反应器之前，DME混合物与甲醇汽提塔来的蒸汽混合。汽提塔的塔顶蒸汽首先用来作为MTP反应器段间热交换器的冷源。尽管汽提塔的蒸汽对于二甲醚转化的平衡是不利的，190、却起抑制焦碳生成的重要作用。焦碳的生成非常之少，低于碳产物收率分布的0.01%（wt），但每操作400-700小时，仍需对MTP反应器进行烧焦。烧焦通过氮/氧混合物燃烧焦碳颗粒来完成，进而用氮吹扫来除去系统中残留的氧。因为碳的燃烧温度相似于正常反应器操作所需的温度，因此可以预期此再生操作不会造成反应系统机械部件的热应力。粗丙烯蒸汽流出物以452温度和约0.0350.042MPa压力离开第三MTP反应器。在送入急冷塔前，经由二甲醚-MTP热交换器和甲醇蒸发器，冷却至115。此急冷塔用外部冷却的循环急冷水，使粗丙烯蒸汽冷却至约42，同时移走大部分水和甲醇。急冷水以95温度离开急冷塔底部。大部分急冷191、的塔底物被冷却之后循环，一部分塔底物则送入甲醇汽提塔回收残余的甲醇。离开急冷塔顶的粗丙烯通过压缩机压缩至2.3MPa，以便按丙烯回收需要冷凝丙烯和其他烃类。需三台段间冷却器和三台段间分液罐。凝液中的残余水在各分液罐的排出靴管中作为重质相被分离，并循环至急冷塔。冷凝的烃类作为轻相由这些分液罐回收，并送往丙烯分离工序。三段反应器第二后冷却器用丙烯作为制冷剂，使离开压缩机最后一段的被压缩蒸汽出口温度降至15，使可冷凝蒸汽达到基本上完全冷凝。压缩机用高压蒸汽透平驱动。由透平抽出的低压蒸汽则用于满足MTP工艺的低压蒸汽需要。（2）丙烯分离工序三种含有丙烯的轻冷凝液作为轻相由压缩机分离罐回收，并各在其相应192、的进料位置送入脱乙烷塔。由三段压缩罐出来的不凝物也送入脱乙烷塔。脱乙烷塔的塔釜产物由丙烯和较重的烃类构成。实际上，所有较轻的烃类和残余的水均由塔顶被汽提，循环回MTP反应器。为防止甲烷过度积累，一部分C1-C2循环物排出，可作为燃料使用。此塔在2.3MPa压力下操作，且采用丙烯制冷，使回流液温降至-25。若必要，循环的馏出蒸汽通过脱乙烷塔回流换热器进行热交换，加热至10。间断地将甲醇注入回流罐，以防冻。在塔釜，大部分残余水和甲醇均被馏出。脱乙烷塔塔釜产物送入脱丙烷塔，脱丙烷塔在2.03MPa压力下操作。脱丙烷塔馏出物主要由有一些残余丙烷的丙烯构成。塔底产物则主要由C4和较重烃类构成，并有一些随193、进料进入塔的微量甲醇和水。脱丙烷塔的馏出物送入丙烯塔，在其中丙烯产物作为馏出物回收，并储存在界区外。回收的丙烯产品为聚合级，纯度为99.7%（wt）。由此塔出来的塔底产物主要由丙烷构成，相当于LPG型燃料。丙烯塔再沸器的工艺热量借循环的急冷水提供。脱丙烷塔的塔釜产物送入脱己烷塔，回收副产品汽油馏分。汽油馏分作为塔底产物回收，相当于裂解汽油，储存在界区外。馏出物蒸汽主要由C4-C6烃类构成，它与来自脱乙烷塔的C1-C2烃类循环物料一起循环回MTP反应器。取出一小股C4-C6轻烃物流，防止MTP反应系统中的烃类（例如异丁烷和异戊烷）过量积累。取出的物料也适于作为燃料使用。 主要设备选择（1）概述M194、TP装置中共有设备与机械总计106台（套），其中非定型设备75台（套）。其中国外定货设备主要为工艺专利设备，特殊结构和特殊材料的设备，设备分类汇总见表4-3-2，非定型设备分类汇总见表4-3-3。表4-3-2 设备分类汇总表序号类型国内订货国外订货合计备注台数重量(t)台数重量(t)台数重量(t)1非定型设备75 752机泵303炉子11合计106表4-3-3 非定型设备分类汇总表序号类型国内订货国外订货备注台数金属重量台数金属重量总重(t)其中合金钢总重(t)其中合金钢材料重量(t)材料重量(t)1反应器4 2塔器63换热器48 4容器75球罐10 合计75 （2）关键设备方案本装置设备数量195、不多，无强腐蚀介质，大部分设备材料为碳钢，少数设备采用不锈钢材料，非标设备均能国内供货。主要设备为MTP一、二、三段反应器和二甲醚反应器。1) MTP一、二、三段反应器MTP一、二、三段反应器是本项目的关键设备， 设备外壳采用不绣钢材料，内裝催化剂， 可以国内制造。 2) 二甲醚反应器二甲醚反应器是本项目的关键设备， 设备外壳采用碳钢材料，内裝催化剂， 可以国内制造。 3) 重要泵类、压缩机本项目涉及的泵类、压缩机设备，能国内采购的，尽量国内采购，不能国内采购的，从国外引进。 消耗指标本装置原料及公用工程消耗指标见于表4-3-4中。表4-3-4 消耗指标序号名称单位产量每小时每年原料及辅助原料196、消耗1甲醇t22618073002催化剂t157公用工程消耗1电kW1375110000002循环冷却水m32337528050（最大）187000000224400000（最大）3蒸汽（1.0MPaG）t4477（最大）352000616000（最大）4蒸汽（4.0MPaG）t227395（最大）18150003160000（最大）5仪表空气Nm3137511000000 MTP装置主要工艺设备表表4-3-5 MTP装置设备表序号设备名称材料数量备 注NO.SERVICEMATERIAL(QTY.)REMARKS1二甲醚反应器C.S12MTP一段反应器304SS13MTP二段反应器304SS197、14MTP三段反应器304SS15甲醇汽提塔C.S16急冷塔C.S17脱乙烷塔C.S18脱丙烷塔C.S19丙烯塔C.S110脱己烷塔C.S111一段压缩罐C.S112二段压缩罐C.S113三段压缩罐C.S114脱乙烷塔回流罐C.S115脱丙烷塔回流罐C.S116脱己烷塔回流罐C.S117丙烯塔回流罐C.S118液态烃储罐16MnR419汽油储罐C.S220丙烯储罐NK-HITEN610U2L421MTP压缩机C.S122MTP加热器C.S123甲醇预热器C.S124甲醇蒸发器C.S325甲醇过热器C.S426二甲醚-MTP热交换器304SS227甲醇汽提塔再沸器C.S228循环预热器C.S32198、9丙烯塔再沸器C.S430急冷塔冷却器C.S431MTP反应器第一冷却器C.S332MTP反应器第二冷却器C.S133一段反应器内部冷却器C.S134二段反应器内部冷却器C.S135三段反应器第一后冷却器C.S136三段反应器第二后冷却器C.S137脱乙烷塔回流冷凝器C.S138脱乙烷塔再沸器C.S139脱乙烷塔回流换热器C.S140脱乙烷塔进料换热器C.S141脱丙烷塔再沸器C.S242脱丙烷塔回流冷凝器C.S243脱己烷塔回流冷凝器C.S144脱己烷塔再沸器C.S145汽油冷却器C.S146丙烯回流冷凝器C.S647急冷塔底泵248一段压缩至脱乙烷塔泵249二段压缩至脱乙烷塔泵250三段压199、缩至脱乙烷塔泵251甲醇汽提塔底泵252污水泵153甲醇进料泵254脱乙烷塔回流泵255脱乙烷塔底泵256脱丙烷塔回流泵257脱丙烷塔底泵258丙烯塔回流泵259丙烯塔底泵260脱己烷塔回流泵261脱己烷塔底泵24.4 聚丙烯装置 工艺技术比较和选择（1）国外工艺技术概况自1957年聚丙烯浆液法工业化生产以来，40年来聚丙烯生产工艺不断发展。六十年代出现了本体聚合工艺，解决了不用溶剂问题；七十年代又开发成功高效催化剂，实现了无脱灰的工艺流程；1980年高效催化剂在本体聚合工艺上应用，因产品等规度高，可省去脱无规物工序，装置投资及生产成本大大降低。八十年代以来，由于催化剂体系的进一步发展，聚丙烯200、的工艺流程不断完善，各种公用工程的消耗量进一步下降，在聚丙烯产品质量提高的同时降低了生产成本，节省了建设投资。进入九十年代，世界各地，特别是亚太地区已经建成或正在建设一大批新的聚丙烯装置。大量新增的聚丙烯能力正在改变西方国家传统聚丙烯出口国的地位。为保住利润，保持在竞争中的优势，世界主要聚丙烯生产公司加大了技术开发力度，采用先进技术，千方百计降低成本，以保证其产品的竞争力。以茂金属催化剂、双峰聚丙烯和球形粒子为代表的第二代聚丙烯技术，以及以气相流化床、超冷凝态操作技术、超临界浆液法技术和高温性能的聚丙烯催化剂技术为代表的第三代聚烯烃技术，将是本世纪聚丙烯工业的发展方向。目前，根据反应介质及反应201、器构型的不同，聚丙烯生产工艺主要有三大类：1）浆液法工艺：该类工艺是将丙烯溶于惰性烃类稀释剂（如丁烷、戊烷、己烷、庚烷或壬烷）中进行聚合。按反应器形式划分有如下专利技术：连续式搅拌床反应器：Hoechst、Mitsui等工艺;间歇式搅拌床反应器：三菱工艺；环管反应器：Solvay工艺；沸腾丁烷反应器：壳牌工艺。由于催化剂体系的发展和其活性的大幅度提高，九十年代以后的新建大型聚丙烯装置已基本不使用浆液法。但目前世界上许多浆液法工艺的聚丙烯装置仍在操作，用来生产合金型的高质量特种树脂。2）本体法工艺：该类工艺是使液态丙烯发生聚合反应，生成聚丙烯。按反应器形式划分有如下专利技术：液相釜式反应器：Ex202、xon、Mitsui、Shell、住友、Rexene等工艺；液相环管反应器：Spheripol、Hoechst、Solvay、Phillips、Borealis等工艺；液相本体法聚丙烯工艺最早由Phillips石油公司发明，并于1964年由美国Dart公司首先采用第一代TiCl3催化剂及釜式反应器实现工业化。七十年代以后，许多大的化工公司，如日本三井油化，美国Elpaso公司等都实现了液相本体聚丙烯工业化。最早的液相法工艺，由于催化剂活性低，需脱灰及脱无规物工序，与传统淤浆法工艺类似。1975年，三井油化与Himont公司（Basell公司的前身）联合开发成功HY-HS催化剂，实现了不脱灰工艺203、，并提高了聚合物的立构规整度。液相本体法工艺是在反应体系中不加任何其他溶剂，将催化剂直接分散在液相丙烯中，进行丙烯液相本体聚合反应。以催化剂颗粒为中心的聚丙烯粉末在液相丙烯中不断生长，悬浮在液相丙烯中，随催化剂停留时间增长，聚丙烯颗粒在液相丙烯中的浓度增高。作为连续生产工艺，催化剂连续计量加入反应器。聚丙烯颗粒随液相丙烯(浆液)从反应器中不断流出，经闪蒸回收未聚合的丙烯单体，即得到粉末聚丙烯产品。液相本体法的代表工艺有Spheripol工艺、Hypol工艺、北星双峰聚丙烯工艺和菲利普工艺。a. Spheripol工艺拥有Spheripol工艺的Basell公司是壳牌公司（Shell）的全资子公204、司Montell与巴斯夫公司（BASF）的全资子公司Targor以及Elenac（BASF与Shell的各占50%股份的合资公司）在聚烯烃业务领域联合组建的公司，成立于1999年。Spheripol工艺采用两种类型聚合反应器，在第一阶段采用环管反应器进行聚合反应，而第二反应器采用气相反应器。该两步法技术是液相和气相聚合反应的结合，提供了一个具有很宽产品范围的灵活性，其均聚产品的熔体流动指数范围为0.1-200。b. Hypol工艺技术三井油化的Hypol工艺是液相气相结合式工艺，采用的催化剂体系是由主催化剂(HY-HS-)、助催化剂(三乙基铝)和给电子体系组成。主催化剂具有活性和等规度高，寿命205、长，不需脱灰等特点。采用该工艺可生产熔体流动指数0.1600范围的产品。该工艺有如下特点：催化剂预处理和进料设备简单，可靠性高；多级反应系统可降低催化剂的短路现象；大量丙烯依靠第三气相反应器的反应热进行气化，这种聚合/蒸发系统无故障且便于使用；催化剂具有极高的活性，其转化率很高；聚合物颗粒的大小和分布可以得到控制；聚合物具有很高的立体规整度和刚性。c. 北星双峰聚丙烯技术拥有北星双峰技术的北欧化工公司成立于1994年，是全球第四大聚烯烃生产商，主要生产双峰形式的聚乙烯，该公司从1999年涉足聚丙烯领域，并于2000年建成第一套聚丙烯装置。北星双峰的聚丙烯工艺采用模块结构和多级聚合技术，能在很大206、范围内决定分子量分布和获得刚性与韧性相结合的产品。该工艺以一个环管反应器和一个气相反应器构成一个基本模块单元，生产均聚物和无规共聚物。基本模块与一个或两个橡胶气相反应器串联，用来生产不同共聚单体比例的产品。第一级橡胶气相反应器可以生产乙丙橡胶含量25%的产品和高柔软性产品，在低温下具有高抗冲强度。第二级橡胶气相反应器可以生产乙丙橡胶含量高达50%的产品，具有非常高的抗冲强度，无需特殊共混工序就能得到先进多相产品。d. 菲利普工艺该工艺采用首尾相连的、带有换热夹套的单管热交换器的环管反应器进行液相本体聚合。催化剂为索尔维公司Solvay-01型催化剂。聚合反应温度15100，压力2.55.0MP207、a，聚合停留时间取决于使用的催化剂。目前该公司只生产均聚和无规共聚物。产品熔体流动指数范围225，采用氢作分子量调节剂。3）气相法工艺：该类工艺是丙烯直接气相聚合生成固相的聚合物产品，按反应器形式划分有如下专利技术：气相流化床反应器：Unipol、住友工艺；气相立式搅拌床反应器：Novolen工艺；气相卧式搅拌床反应器：BP-Amoco、Chisso工艺。气相法自80年代中期以来发展很快，尤其是被称为第三代聚烯烃技术的气相流化床配合超冷凝态操作,被认为是最有希望的工艺之一。a. Unipol工艺Unipol工艺是联碳公司和壳牌公司在八十年代中期联合开发的一种气相流化床聚丙烯工艺，是将应用在聚乙208、烯生产中的流化床工艺移植到聚丙烯生产中，并获得成功。该工艺采用高效催化剂体系，主催化剂为高效载体催化剂，助催化剂为三乙基铝和一氧二乙基铝和给电子体。Unipol具有一般高效本体法工艺的特点，不需脱灰，不存在溶剂回收和精制问题。先进的气相流化床技术带来流程简化，投资少等优点，且装置布置紧凑，生产现场设备不多。工艺均聚产品的熔体流动流指数为0.640，产品的等规度可达93-98%。b. Novolen工艺1969年BASF公司在德国莱茵烯烃工厂建成了第一套2.5万吨/年的工业气相法装置，该工艺命名为“Novolen”。1987年，BASF与它的两个许可证持有者ICI及Quantum公司之间达成协议209、，共同研究发展Novolen技术。以前，BASF一直采用低成本的第二代催化剂，使产品必须经过脱氯和脱臭处理。1990年，BASF研制成功一种高产率催化剂，在提高反应器产量的同时，可省去脱氯步骤。1999年随着BASF和Shell公司在聚烯烃业务领域的合并成立Basell公司，根据反垄断法，一个公司不能同时拥有Speripol和Novolen两项聚丙烯专利技术，因此Basell公司把Novolen技术及相应业务出售给Lummus和Equistar公司。全世界采用Novolen技术的聚丙烯生产装置有19套(亚太9套，西欧4套，美国及南美各2套)，合计生产能力313万吨/年。Novolen工艺技术在210、聚合反应器中采用特殊螺旋式搅拌器，防止结块，以此来解决聚合中气固两相之间不易均匀分布的问题，使其产品质量尽可能均一稳定。该工艺均聚产品的熔体流动流指数为0.1100。C. BP-Amoco/Chisso工艺1979年Amoco（现已与BP合并为BP-Amoco）在美国建成第一个气相均聚聚丙烯工厂，1980年Chisso得到Amoco气相工艺的技术转让许可证，随后开发了气相抗冲共聚产品的工艺，1985年双方同意合作开发，并称为Amoco/Chisso工艺。1995年，Amoco和Chisso分开，各自独立进行技术开发和技术转让。BP-Amoco/Chisso工艺采用两个串联的低轴向扩散反应器，可211、生产从高挠曲模量到低温应用的抗冲聚丙烯。其卧式反应器设计很有特点，接近柱塞流型，有折流板和特殊的搅拌器系统，在一个反应器内形成一定的粉料停留时间分布（RTD），相当于三个传统反应器串联的效果。该工艺原为BP-Amoco和Chisso公司共同享有，但后来两公司开始分别转让专利技术，其主要区别是催化剂的不同。BP-Amoco的催化剂专利多为均聚产品和高结晶聚丙烯，而Chisso的则多为共聚产品。聚丙烯技术发展至今，就整个工艺技术来讲，浆液法是最古老的，成本高，流程相对较长，操作与投资费用较高，除了生产少量高性能的塑料合金外，八十年代以后新建、改建的大型工厂，一般不再采用这种技术。本体法是以液态丙烯212、(含部分丙烷)为溶剂的聚合方法，由于减少了溶剂回收工序，易于操作，发展较快，目前本体法工艺已相当成熟，70年代后期改造、新建的工厂大都基于此法。气相法工艺是丙烯在气相中直接聚合，因此气相法工艺的发展前景非常乐观。现有聚丙烯生产工艺中，传统的浆液法工艺所占的比例在明显下降，在19901998年间，由37%下降至19%；本体法工艺仍然保持着优势，由50%上升到56%；而气相法工艺则迅速增长，由13%增至25%。表4-4-1 示出几类聚丙烯工艺的比较。表4-4-1 聚丙烯工艺的比较名称特点条件浆液聚合法1. 丙烯单体溶解在惰性液相溶剂中(如己烷中)，在催化剂作用下在溶剂中进行聚合，聚合物以固体颗粒状213、态悬浮在溶剂中，采用釜式搅拌反应器；2. 有脱灰、脱无规物和溶剂回收工序，流程长，较复杂，装置投资大，能耗高，但生产易控制，产品质量好；3. 以离心过滤方法分离聚丙烯颗粒，再经气流沸腾干燥和挤压造粒。T7075P1.0MPa气相本体法1.系统不引入溶剂，丙烯单体以气相状态在反应器中进行气相本体聚合；2. 流程简短，设备少、生产安全、生产成本低； 3. 聚合反应器有流化床(Unipol工艺)、立式搅拌床( Novolen工艺)及卧式搅拌床(BP-Amoco / Chisso工艺)等。T4070P2.03.5MPa液相本体法 (含液相气相组合式)1. 系统中不加溶剂，丙烯单体以液相状态在釜式反应器214、中进行液相本体聚合；2. 流程简单，设备少、投资省、动力消耗及生产成本低；3. 均聚采用釜式搅拌反应器(Hypol工艺)，或环管反应器(Spheripol工艺)。T6575P3.04.0MPa（2）国内工艺技术概况国内聚丙烯工业起步较晚，1962年北京化工研究院开始研究聚丙烯。1965年建成年产60吨连续聚合聚丙烯中间试验装置。1964年兰州化学工业公司引进年产5000吨溶剂法聚丙烯装置，采用的是英国吉玛的技术，用来生产均聚产品。1970年北京燕山石化公司从日本引进三井油化技术建成年产8万吨聚丙烯装置，从此我国有了共聚产品。1974年燕山石化公司采用北京化工研究院的技术建成年产5000吨溶剂法215、聚丙烯装置，每年向市场提供一定量的粉料产品。到八十年代，中国聚丙烯工业得到迅速发展，先后引进十几套采用第三代高活性、高等规度催化剂的 Montell公司（Basell公司的前身）的 Spheripol技术（第一代）和三井油化Hypol技术的聚丙烯装置。1997年初，燕山石化公司引进BP-Amoco气相法聚丙烯技术，规模为20万吨/年，为国内目前最大的聚丙烯单条生产线。除引进十几套聚丙烯装置外，我国还大力开发间歇式液相本体法聚丙烯工艺，并建成约60套装置，规模从2千吨到2万吨。但开工率及生产负荷都很低。由于其高能耗、产品牌号少、应用范围窄及产品质量问题，随着气相法的发展这些间歇式装置将逐渐被淘汰216、。在开发聚丙烯工艺技术的同时，我国在高效催化剂上进行了大量的研究。如北京化工研究院开发的络合II型催化剂，中科院化学所开发成功的CS-1催化剂和北京石油化工研究院开发成功的HDC高效球型催化剂，已经先后用于国内聚丙烯装置和引进的大型聚丙烯装置，该催化剂首先在引进的三井油化工艺装置上取得成功，并于1997年在引进的Spheripol（第一代）液相环管装置上获得成功，其性能已达到国外同等产品的水平。但这些催化剂没有在气相法聚丙烯装置和新一代Spheripol聚丙烯装置中应用的经验。九十年代后期，在消化吸收引进技术基础上，我国已基本实现了聚丙烯环管反应器的国产化，不仅成功用于老聚丙烯装置的扩能改造上217、，而且新建了数套规模在720万吨/年的聚丙烯装置。但是国产化的技术只相当于国外八十年代末期的水平，并且在建的规模最大的一套装置仅20万吨/年，在规模上无法满足本工程的要求。此外，国产化技术在产品性能、牌号数量、能耗、物耗等方面也与目前国外先进水平有一定差距，难以满足本工程对产品性能和竞争力的要求。因此，本工程暂按照引进国外最新的聚丙烯工艺技术考虑，但也要密切关注国内技术和产品的开发进展。（3）工艺技术比较和选择在所有聚丙烯专利技术中, 目前被广泛采用的有 Spheripol、Unipol、Amoco和Novolen四种工艺，但九十年代崛起的Borealis工艺也有很大的发展前途。1）Unipo218、l工艺Unipol工艺是一种气相流化床工艺，具有简单、灵活、安全的特点。该工艺用很少的设备就能生产包括均聚物和抗冲共聚物在内的产品。Unipol工艺操作压力低，使系统中的物料的贮量减小，因而操作安全，不存在事故失控时设备超压的危险。本工艺没有液体废料排出，排放到大气中的烃类也很少，因此对环境的影响较低。与其它工艺相比，该工艺更容易达到环保、安全的严格要求。该工艺的另一特点是可以配合超冷凝操作，即所谓的超冷凝态气相流化床工艺（SCM）。由于液体含量多少不是流化床不稳定，形成聚合物结块的主要因素。该技术通过将反应器内的液相比例提高到45%，可使生产能力提高提高200%，在反应器体积不变的情况下，生219、产能力显著提高。2）Spheripol工艺Spheripol工艺是一种液相聚合和气相聚合相结合的工艺。液相聚合反应器是两个串联的环管反应器，该反应器具有传热系数大、流速快、催化剂分布均匀、反应条件容易控制、结构简单材质要求不高等特点。由于液相聚合生成的聚合物颗粒较大，不容易被气流吹走，因此，该工艺的气相反应器采用密相流化床技术，节省了反应器上部分离空间，使反应器体积缩小，降低了造价。该工艺催化剂性质优异，聚合工艺配合得当，并在设计上使停留时间和催化剂效用最优化。所生产的产品范围广，用途多，性能优异。其均聚物和无规共聚物净度高、光学性能好，挥发物含量低、无异味；抗冲共聚物具有高刚性、高抗冲性的特220、点。Spheripol工艺目前已发展到第二代，已能生产双峰聚丙烯。催化剂体系采用第五代高效催化剂，另外，对部分工艺也做了改进和优化，使原料和公用工程消耗明显降低，操作灵活性、生产效率都显著提高。3）Borealis工艺Borealis工艺由一个环管反应器和一个气相反应器组成。其环管反应器在超临界状态下操作，反应温度8095，反应压力56MPa。在此状态下，液体密度较低，传热能力强，催化剂在高温下活性增强，使转化率提高。另外，环管反应器出口物不需闪蒸即可进入气相反应器，未反应单体通过压力变化自动气化，同时带走气相反应热，有效节约能源。采用BorAPC控制是Borealis工艺的一个显著特征。与传221、统的DCS相比，它的多变量控制可以进行大量数据通信；能预测未来值，并进行反馈；安全处理边界条件，防止超出工艺极限。采用BorAPC控制可降低生产波动，提高产品质量的稳定性。Borealis工艺专有催化剂具有高活性、耐高温、对氢气敏感等特点。在高温下，分子量分布变窄，可生产无规度较高的产品和柔性聚丙烯。但由于该工艺是九十年代开始起步的，比其它工艺的历史短，在世界聚丙烯技术市场所占的比例也较低。4）Novolen工艺Novolen工艺为立式气相搅拌釜，单台生产能力18万吨/年，内装螺旋带式搅拌器使气固两相均匀分布。反应器的撤热方式是靠丙烯气化来带走聚合热。未反应的单体通过抽出、冷凝可循环使用。该工222、艺可生产均聚物、无规共聚物、三元共聚物和抗冲共聚物。5）Amoco工艺Amoco工艺反应器为卧式气相搅拌釜，内有机械搅拌。催化剂从反应器一端加入，聚合粉料从另一端流出，物料的停留时间分布接近柱塞流方式，且分布比较窄。该反应器通过丙烯闪蒸带走热量。操作中必须严格控制液体丙烯的进料速度和在反应器中的汽化，以保证床层干燥程度、流化程度与反应温度范围之间的平衡。该工艺的一大特点是使用气锁系统来防止反应器之间的串流，保证产品质量。Amoco工艺使用BP专利催化剂，该催化剂具有高活性和选择性，但产品抗冲击性不是很高。Unipol 、Spheripol、Borealis、Novolen和BP-Amoco五种223、工艺的比较见表4-4-2。表4-4-2 Unipoll、Spheripol、Borealis、Novolen和BP-Amoco工艺技术比较工艺名称UnipolSpheripolBorealisNovolenBP-Amoco1.聚合方法气相法液相本体+气相法液相本体+气相法气相法气相法2.原料精制 脱水有有有有有 脱羰基硫有有有有有 脱一氧化碳有有有有有3.催化剂 主催化剂Ti/MgTi/MgTi/ZrTi/MgTi/Mg 助催化剂三乙基铝、给电子体（硅烷类）三乙基铝、给电子体（硅烷类）三乙基铝、给电子体（硅烷类）三乙基铝、给电子体（硅烷类）三乙基铝、给电子体（硅烷类）4.催化剂活性200003224、0000克 PP/克催化剂3300040000克PP/克催化剂4000060000PP/克催化剂1500025000克PP/克催化剂2500048000克PP/克催化剂5.聚合反应 预聚合无有有无无 均聚反应器立式流化床气相釜环管反应器环管反应器+气相反应器立式气相搅拌釜卧式气相搅拌釜 材质碳钢碳钢碳钢碳钢碳钢 台数12211 反应压力3.5MPa3.04.5Mpa5.06.0MPa2.53.0MPa2.02.3MPa 反应温度6580-8580-9565-8065-85 停留时间1.5小时1.5-2小时1.5-2小时2小时93.567.2 辅助材料来源 项目各类辅助材料用途和来源见表5-3。225、表5-3 辅助材料用途和来源表序号名 称用途来源1各类催化剂生产装置外购2盐酸水处理外购3烧碱甲醇精馏装置外购4液氯循环水处理外购5磷酸三钠水处理外购6离子交换树酯水处理外购7阻垢剂水处理外购8混凝剂水处理外购9甲醇酸性气体脱除装置自供10分子筛空分装置外购11活性氧化铝空分装置外购12石灰石锅炉炉内脱硫外购5.3 水、电、汽供应 消耗量项目水、电、汽消耗估算见表5-4。表5-4 水、电、汽用量表序号名称单位消耗量1新鲜水m3/h5203.75万m3/a41632电kW111195亿度/a8.93蒸汽t/h1440万t/a1152 水、电、汽来源（1）供水水资源丰富，黄河水作为本项目水源，黄河226、水年过境310亿m3，批准达旗年可用水量1.6亿m3，现状年用黄河水量0.8亿m3，余水0.8亿m3。政府已同意本项目实行水权转换的方式取用黄河水，水量能够满足项目的用水需求。（2）供电本项目供电由热电车间供应，热电车间生产的富余电可接入地区电网。达拉特旗石泥召110KV变电站距离项目区约1.5公里，施工电源可从该变电站接出。目前正拟建的民安220KV变电站已经立项，今年8月份开工建设，年内或明年初投产，该站计划装机容量418万千伏安，距离项目区仅几百米。该项目投产后可为本项目的双回路电源提供保障。（3）供汽根据煤化工厂建设方案，项目所需蒸汽由项目热电车间3480t/h循环流化床锅炉提供。6.227、 建厂条件和厂址方案6.1 建厂条件 地理位置 本项目拟选厂址位于市达拉特旗（树林召镇）以南约12km的三响梁工业开发区内。达特旗位于自治区西部，地跨东经109001l045，北纬40004030。东邻准格尔旗，西接杭锦旗，南与东胜市毗邻，北靠黄河，与包头市、巴彦淖尔盟隔河相望，全旗总面积8188.4平方公里，呈不规则长方向，地势南高北低，海拔约10001500 m，相对高差约500m，全旗地形可分为黄土丘陵沟壑区、库布齐沙漠区、黄河南岸冲击平原区三大自然单元。树林召镇位于达拉特旗北部黄河冲积平原，南临库布齐沙漠，北距自治区最大的工业城市包头28公里，地理位置东经11001,北纬4004。拟建228、厂区内没有矿产资源，文物遗迹和军事设施。 地形地貌 树林召镇地形平坦宽阔，地势南高北低，西高东低，坡度3左右，海拔10001029m，城区北部属于黄河一级阶地，土质好，地下水丰富，适宜耕作。南部和西部地表多为半固定风积沙丘，呈波状沙垄地貌，地表植被较差。 工程地质达拉特旗在大地构造体系上归属于中朝准地台(级构造单元)的中台拗(级构造单元)。本区属中生代构造盆地，构造运动比较微弱，根据其基底起伏情况，达拉特旗本身又横跨两个级构造单元，乌兰格隆起和河套断陷盆地。河套断陷在古老的太古界变质岩基底上，依次沉积了白垩系、第三系和第四系地层，其中第四系地层主要为河湖相沉积物，层厚15002000m。拟建场229、地在勘探深度内地层自上而下依次由第四系全新统风积（Q4eol）粉砂及上一中更新统湖积(Q3L,Q2L)粉质粘土、粉土和粉细砂构成。 交通运输1）铁路包神铁路从树林召城市建设用地西部穿越，铁路于1989年建成，为一级地方专用单线铁路。本线主要用于货运，设计规模为1500万吨/年，其中，外运(列入全国运输计划)1000万吨/年，区间运输(包头一神木)约为500万吨/年。1998年当前运力为500万吨/年。树林召火车站为中间站，站场横列式布置。站坪有效长度850米，全长1000米，现有两股道。2）公路本地区公路运输方便，210国道(即包西公路)为国家一级公路，道路红线宽度50米，是连接陕西内蒙西部的230、南北交通运输大动脉。从厂址的北侧由东向西通过。3）运输方案（1）煤源：由东胜煤田供煤。（2）煤量：原料每年运量为345万吨，日耗煤量为10454.5t，乘以不均衡系数1.2，每日运煤量12545.4t，按载重30t车，每日约418辆。（3）运输方式：本工程燃煤运输采用汽车运输和火车两种形式。从矿点装车后，经矿区公路、区域公路，本工程运煤专用公路至厂区或由矿区铁路、区域铁路、项目专用铁路至厂区。 水文地质1）大气降水 降水主要表现为降雨和降雪。本地区降水东部多于西部；夏、秋季节多，冬、春季节少；雷雨多，普雨少。旗内年平均降水仅有240-360mm，由东向西逐渐减少。降水年际变化大，最大降水681231、mm(1971年盐店)，最少102mm(1974年乌兰)，相差580mm。同一地区，丰、枯水年差别比较大，一般差220-560mm。月际降水变化十分明显，大部分集中在7、8、9三个月，占全年降水量的71.2。一旦最大降水量达79.3mm(1960年9月28日树林召)，占年平均降水量的1/4。本地区蒸发十分强烈，年平均蒸发量(水面蒸发)约为降水量的7倍，达2200mm。蒸发量最大值出现在5-6月，月平均蒸发量达375mm，月最大蒸发量出现在1971年5月，为531.6mm。2）地面水黄河是达拉特旗过境河流，于杭锦旗杭锦淖乡入境，自西向东流经10个乡，后于准格尔旗河头村出境。在达旗内全长178.5232、km，是流经地区工农业及生活用水的主要水源。本段河流含沙量大，河流因泥沙淤积，常使河床摆动。根据昭君坟水文站资料，多年平均径流量221.1108m3，最高水位1011.09m(1996年)，最低1004.94m(1973年)，最大流量5450 m3/s，最小流量43.2m3/s，河道比降1/10000至3/10000之间。罕台川、壕庆河、哈什拉川和母哈日沟均发源于境内的台地上，自南向北流入黄河。3）地下水达旗境内地下水主要受降水补给，山前倾斜平原或冲击平原地下水降水补给外，主要来源于南部山区或黄河呈互补关系，但最终排汇给黄河。场地地下水为潜水，水位埋深约7.50-12.50m。全旗地下水总储量233、533亿m3，年补给量3.2亿。根据境内地下水的储存条件、水理性质和水力特征，地下水分为三种基本类型：松散岩类空隙水、碎屑岩类裂隙空隙水和基岩裂隙水。 地震烈度主要断裂有：城北20公里处的大青山南麓活动断裂，城南8公里处台地北缘活动断裂和达拉特活动断裂。另距卫星资料分析，在城东10公里有一条弧形断裂带，城西南1公里处也有一条断裂带。从断裂带的综合应力推测，树林召地区具有发生中强地震的地质背景。但据记载，未发生过大的破坏性地震。从地震构造的相对稳定性分析，建设大中型建设工程时，应注意避开断裂带，采取相应的工程措施。树林召地区的地震基本烈度为8度。 气象达拉特旗属于黄土高原型大陆性季风气候，气候特234、征为少雨、多风、干燥。极易发生干旱、洪涝、霜冻等自然灾害。气温变化较大，冬季严寒漫长，夏季炎热短暂。达拉特旗气象站位于达拉特旗树林召镇南郊。地理位置北纬4024，东经11002，观测场海拔高度1022.0m，从1956年开始建站。该站观测的各项资料可靠，本次统计采用该站1971-2000年共30年的气象观测资料。各气象要素特征值如下：1）累年平均气压：901.7hPa2）累年平均气温：6.73）累年极端最高气温：40.2 (1975.7.16)4）累年极端最低气温：-34.5 (1971.1.22)5）累年平均相对湿度：546）累年平均风速：27 m/s7）累年最大风速：24m/s8）主导风向235、：西北风9）累年平均降水量：297.8 mm10）累年平均蒸发量：2129.5 mm11）累年最大积雪深度：38cm(1957.4.10)12）累年最大冻土深度：176 cm(1984.11/2，3月)13）累年平均日照时数：3159.4h14）累年平均无霜期：130140天15）累年平均冻结期：150天左右16）累年平均沙尘暴日数：14.8天17) 累年最多沙尘暴日数：3l天18）最近5年(19972001)炎热时期(6、7、8月)频率10平均湿球温度及相应的干球、温度气压、平均风速、相对湿度。频率为10的日平均湿球温度为20.1。10%气象条件日期湿球温度干球温度平均气压hPa平均风速m/236、s相对湿度1998.7.1520.124.8893.41.86820.124.1895.01.16820.123.7890.82.77720.123.7890.82.7772001.7.1720.127.7890.32.446 19）全年及夏季风向频率：全年风向频率风向NNNENEENEEESESESSESSSWSWWSWWWNWNWNNWC频率%21251584221381377415夏季各风向频率风向NNNENEENEEESESESSESSSWSWWSWWWNWNWNNWC频率%31382210533225957313注：本报告中的高程系统为1985年国家高程基准。 给水工程本项目通过水权237、置换方式，采取由项目提供农业节水措施所需的资金，将节省下来的农业用水指标用于本项目。黄河水年过境310亿立方米，批准达旗年可用水量1.6亿立方米，现状年用黄河水量0.8亿立方米，余水0.8亿立方米。达旗大工业用水主要引用黄河水源，近期规划年用量3亿立方米，远期为6亿立方米。黄河水取水口主要规划在昭君坟渡口、黄河大桥、德胜太浮桥和榆林子浮桥四处，可由水务公司给各用水单位供水。 供电本项目供电由自备热电车间供应，热电车间生产的富余电量接入地区电网。达旗石泥召110KV变电站距离项目约1.5公里。施工电源可由该变电站供出。目前正在拟建的民安220KV变电站已经立项，今年8月份开工建设，年内或明年初投238、产，该站计划装机容量418万千伏安，距离项目仅几百米。该项目投产后可作为备用电源。 供热条件本项目所需蒸汽由热电车间3台600t/h高压煤粉锅炉提供。6.2 厂址方案 考虑到水、煤、电供应及交通等因素，本项目厂址选在市规划的重化工基地，达拉特旗树林召镇三响梁。本厂址具备下列良好条件：a. 原料煤运距较短，可以在一定范围内降低运输到厂的原料煤成本。 b. 厂区位置的土地为荒地，因此，虽然项目需要征用的土地面积较大，但是不会对当地的农业用地产生大的影响，亦有利于控制征地成本。c. 工程地质条件很好，地貌相对比较平整，有利于控制土建工程成本。d. 水文地质条件比较好，项目所需的工业用水和生活用水亦可239、以得到保障。e. 交通运输的基础设施条件很好，需要建设的连接厂区与规划区道路/铁路很短。f. 项目所需要的电力供应可以从自己的热电车间获得。区域电力供应可以为项目提供可靠的备用电源。 g. 厂址距主要目标市场北京、天津、包头相对都比较近，可以有效地控制产品运输成本。h. 项目的建设一方面将获得国家西部开发的方针、政策的指导和鼓励；另一方面，又有利于推动西部开发工作在内蒙地区的良好实施。因此，本项目所选择的厂址具备良好的可行性。7公用工程和辅助设施方案7.1总图运输设计采用的规范(1)石油化工企业设计防火规范GB50160-92 （1999年版）。(2)化工企业总图运输设计规范HGJ1-85。(240、3)建筑设计防火规范 GBJ16-87 (4)总图制图标准 GBJ103-87(5)工业企业总平面设计规范 GB50187-93工厂组成本工程根据功能分区，主要包括以下几个部分：行政管理区：包括综合办公楼（含办公、环保监测站、中央调度室、中央化验室）、消防站、食堂、浴室、倒班宿舍、车库等。仓库区：包括聚丙烯仓库、综合仓库、化学品库、备品备件库及维修中心。生产装置区：包括甲醇装置、空分及空压装置、聚烯烃装置区（含MTP装置、聚丙烯装置）及其附属的集中控制室。辅助生产及公用工程区：包括热电车间、总变电站、循环水系统、脱盐水、净水站、消防水系统等。罐区：包括甲醇贮罐、丙烯贮罐、汽油贮罐等原料及成品贮241、罐。原料煤及燃料煤储运区：包括煤堆场、煤栈桥等。产品运输区：包括铁路、公路装卸设施及火炬。本工程占地面积为117.8公顷（不包括灰渣场占地面积）。所在地区大部分为天然荒漠，没有需要拆迁的建、构筑物。总平面布置(1)总图布置原则 本工程总图设计根据厂区地理位置、交通运输、地形、地质、气象等条件及工厂经营和发展的要求，本着有利生产、方便管理、确保安全、保护环境、节约用地的原则布置的，并遵循我国有关的防火、安全、消防等规范。主要布置原则如下：a. 采用联合化、露天化、一体化布置。b. 工艺流程顺直，物料管线短捷，尽量缩短各装置和设施之间的物料输送距离。生产装置管理及控制采取相对集中的布置原则。c. 242、辅助生产设施及公用工程尽量靠近负荷中心。d. 根据生产特点，厂区按功能要求分区布局。e. 合理组织人流和物流，避免相互干扰。f.严格执行有关国家防火、安全，卫生规范和规定。(2)总平面布置根据本工程主要生产装置属甲类生产的火灾危险性特点，建、构筑物的布置遵循有关规范、标准，考虑了必要的防火、防爆及安全技术间距。总平面布置如下：a. 本工程的行政管理区，包括综合办公楼、食堂、浴室、消防站、倒班宿舍及停车场等布置于厂区北部，北邻厂外道路，全年主导风向的上风侧，环境条件好，交通及对外联络方便。b. 全厂仓库区集中布置于厂区西北侧，紧邻工厂对外运输出入口。c. 生产装置区集中布置于厂区中部，工艺流程顺243、直，各装置间物料输送便捷。其中空分装置布置于厂区年主导风向的上风侧，空气洁净。PP成品仓库紧邻铁路专用线布置，便于铁路运输。装置的集中控制室分别紧邻相关的生产装置。d. 原料及产品运输区布置于厂区南侧，其中铁路装卸线布置在厂内南侧，靠近工厂围墙，较少与厂内运输交叉干扰，PP成品仓库通过站台与铁路相接；成品仓库的北侧设公路运输场地。e. 公用工程区包括脱盐水、循环水、净水站、消防水集中布置于厂区北侧，紧邻各生产装置。f. 热电车间、总变电站及原料煤、燃料煤储运系统布置于厂区南侧，紧邻铁路布置，便于煤的运输。g. 污水处理位于厂区东北角，全年主导风向的下风侧。h. 火炬布置于厂区东南侧，全年主导风244、向的下风侧。详见第二册附图总平面布置图。（3）竖向布置：.a. 竖向布置原则：a).合理选定场地设计标高和排水方式，确保场地不受山洪及洪水的威胁。b).尽量节省土石方工程量。b.布置方式：本工程建设场地较为平坦，竖向布置采用连续式竖向布置。由于自然地形西南高，东南低，故初平场地后由南向北平整坡度为3，由西向东平整坡度为3，平整后的场地标高在1059.00m左右。经计算厂区挖方约692264m3（未考虑建、构筑物基槽出土），填方约701077m3，填挖基本平衡。（4）主要工程量： 详见下表7-1-1主要工程量表序号名称单位数量备注1工厂占地面积公顷117.8含高架火炬占地面积，不含煤渣场用地2道245、路及装卸场面积M22198723绿化面积M21767004厂区围墙M46582.2米高砖砌体围墙5大 门个46铁路专用线长度KM4.66不含场外线路7汽车衡个1绿化在道路二侧及建、构筑物周围的空地上进行绿化以美化环境，本项目绿化系数为15%，绿化面积为176700平方米。工厂运输（1）交通运输条件可从包神铁路关碾房或响沙湾站接入厂区，也可从规划建设的包头至达旗铁路接入厂区；厂区西距离包神铁路、210国道（二级公路）3km，东距离德敖运煤复线（二级公路）12km，北靠绕城公路（一级公路），距正在建设的高头窑至解放滩运煤专线（二级公路）8km。厂区距包头机场28km，交通运输比较便利。（2）运输方246、式及运输量根据建设地点的运输条件，本项目运输货物的性质、运输量及地点，运输方式拟采用铁路和汽车两种方式。其中原料煤和燃料煤采用铁路运输，成品聚丙烯采用公路运输和铁路运输两种方式，其他副产品主要采用公路运输供应当地及周边市场。项目货物运输主要依靠社会运力，厂内只备少量车辆用于办公、通勤、救护、库房整理等。本项目年运输量约为4868655.3吨/年，其中运入量3570472.3吨/年，运出量1298183吨/年，运输方式及运输量详见下表7-1-2全厂货物运输量表。表7-1-2 全厂货物运输量表序号名称运输量（吨/年）物态运输方式运入量运出量一运入1原料煤2088000固态铁路2燃料煤1452000固态铁路3催化剂和化学品 6472.3固/液态汽车4石灰石/粉24000固态汽车小计运入量3570472.3吨/年二运出1聚丙烯550000固态汽/火车2汽油150900液态汽/火车3LPG72300液态汽/火车