1、以焦炉气为原料合成甲醇化工项目可行性分析报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月以焦炉气为原料合成甲醇化工项目可行性分析报告建设单位：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3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总说明91.1概述91.1.1项目名称及主办单位91.1.2项目主办单位基本情况91.1.3项目提出的背景和投资的必要性9项目投资的2、必要性和意义101.1.4编制依据121.1.5报告编制研究指导思想131.1.6项目研究范围131.2初步研究结论131.2.1项目概况和简要结论131.2.2新技术设备的采用情况141.2.3原料用量141.2.4公用工程和辅助设施141.2.5存在主要问题和建议151.2.6甲醇项目主要技术经济指标152市场及价格分析预测12.1产品性质及用途12.1.1产品性质12.1.2产品用途12.2市场预测分析62.2.1国外生产状况62.2.2国外近几年已有和在建的生产能力、产量情况及变化趋势82.2.3我国甲醇装置的生产现状92.2.4国内近年在建生产能力的变化趋势102.2.5国内外甲醇需3、求现状及预测122.3目标市场及竞争力分析202.3.1目标市场202.3.2市场竞争力分析222.3.4产品销售渠道及销售方式232.4产品价格分析预测232.4.1国内外市场产品价格现状242.4.2甲醇价格的确定262.5主要原材料、燃料、动力价格现状及预测272.5.1焦炉气价格272.5.2一次新鲜水价272.5.3电价272.5.4锅炉用动力煤273产品方案及生产规模13.1产品方案13.2生产规模13.3年操作日13.4产品的质量指标14工艺技术方案24.1概述24.1.1装置组成和任务24.1.2工艺技术方案24.1.3总体设想34.1.4甲醇生产消耗定额34.2空分装置34.4、2.2空分设备的选型及主要参数44.2.5空分装置主要消耗指标64.2.6三废排放量64.3造气补碳系统74.3.1补碳作用74.3.2补碳气源方案选择74.3.3本项目补碳工艺方案的选定84.3.4补碳的位置94.3.5甲醇合成补碳与不补碳方案技术经济比较94.3.6补碳造气的技术方案选择134.3.7补碳工艺技术的确定144.3.8流程简述154.3.9主要设备的选择和计算164.3.10原材料、动力消耗技术规格及定额164.3.11三废排放量及环保174.4压缩174.4.1压缩机型式的选择原则174.4.2焦炉气压缩机选型184.4.3水煤气压缩机选型184.4.4合成气压缩机及循环机5、选型194.4.5本工程大型压缩机驱动方案的综合比较和结论194.4.6压缩工段工艺流程224.4.7原材料、动力消耗定额234.5转化244.5.1转化生产方法和工艺特点242H2+O22H2O+191.7千卡/克分子（1）252CH4+CO2+O23CO+3H2+H2O（4）254.5.1.2转化压力的确定254.5.1.3水/碳比的确定254.5.1.4转化温度的确定254.5.2转化工艺技术的比较和选择264.5.3主要设备的选择14.5.3.1转化炉（R01）14.5.4工艺流程说明（详见流程图T06349-EC03-PS-05）24.5.5.1原材料消耗24.6脱硫44.7甲醇合成6、84.7.1.1国外工艺技术概况8（1）ICI多段冷激型甲醇合成反应器9（2）Lurgi低压甲醇合成工艺及反应器9（3）TEC的新型反应器合成甲醇工艺9（4）MHI/MGC管壳冷管复合型甲醇合成反应器10（5）TOPSe径向流甲醇合成反应器10（6）Linde等温型甲醇合成反应器10（7）液相法甲醇合成反应器技术10（8）国外低压甲醇合成反应器发展趋势104.7.1.2国内工艺技术概况104.7.1.3甲醇合成工艺的比较与选择114.7.1.4甲醇合成压力的选择124.7.1.5甲醇合成催化剂的选择124.7.2主要设备的选择134.7.3工艺流程简述（详见流程图T06349-EC03-PS-7、11）134.7.4原材料、动力消耗定额及消耗量144.8.2甲醇精馏工艺流程说明（详见流程图T06349-EC03-PS-12）154.8.3主要设备选择154.8.4原材料、动力消耗定额及消耗量164.8.5甲醇罐区164.8.5.1流程简述164.8.5.2原材料、动力消耗定额及消耗量164.9自动控制174.9.1.1设计依据、采用的标准规范174.9.1.2设计范围174.9.1.3全厂自动化水平174.9.1.4总控制室174.9.1.5环境特征184.9.1.6仪表选型18（1）集散控制系统18（2）温度仪表19（3）压力仪表19（4）流量仪表19（5）物位仪表19（6）分析及安8、全检测仪表19（7）执行机构20（10）联锁20（13）仪表用电204.9.2.2复杂调节系统简述20（2）空分控制方案说明如下：21（1）DCS接地应按制造厂要求进行。21（4）屏蔽接地应在控制室一侧进行，接地电阻应4。214.9.4.3气动信号管线224.9.4.4仪表供气管线22（1）一般采用镀锌水煤气管管路连接采用螺纹连接。225原材料、燃料及动力的供应355.1原料及燃料的供应355.1.1焦炉气355.1.2焦炭355.1.3燃料煤355.2主要辅助材料规格、来源及用量366建厂条件和厂址方案16.1建厂条件16.1.1厂址的地理位置、地形、地貌概况16.1.2工程地质和地震烈度概9、况和有关资料16.1.3当地气象条件26.1.4地区和城镇社会经济的现状及发展规划26.1.5交通运输条件36.1.6水源情况36.1.7供电、电讯等情况36.1.8供热工程情况36.2厂址方案37公用工程和辅助设施方案17.1总图运输17.1.1总图布置17.1.4竖向设计原则及土方工程量27.1.5工厂运输37.1.6工厂防护设施47.1.7废渣输送方式、运距和运输工具47.2给排水4（1）生产生活给水系统4（2）脱盐水系统5（3）循环水系统6（4）消防给水系统7（1）生产污水系统8（2）生活污水系统8（3）事故水系统8（4）净下水系统8（5）雨水系统87.4供热和自备电站107.4.1概10、述107.4.2热负荷107.4.5锅炉燃料及燃烧系统127.4.6除尘、除渣137.4.8设备布置137.4.9热电站主要设备一览表137.5固体原料、产品贮运及机械化运输167.5.1概述167.5.2固体原料焦和燃料煤的储运167.5.4主要设备的选定177.5.5工作制度177.7.6设备一览表177.6外管197.6.1概况197.6.2管道敷设方式197.6.3管道保温与保冷197.6.4管道材质的选用197.7采暖通风及空气调节207.7.4空调设计方案207.8土建207.8.1方案的选择及设计原则207.8.2设计中采用的规范207.9机、电、仪三修217.10分析化验21711、.10.1说明217.10.2化验室的组成、布置要求、规模和建筑面积：227.10.3化验室采暖通风、空调的要求：227.10.4化验室公用工程要求227.10.5分析仪器设备一览表（详见表7-10-14）228节能与节水288.1概述288.1.1编制依据288.2能耗指标及分析288.2.1消耗指标288.2.2能耗分析298.2.3能源管理308.2.4建筑节能308.3工艺生产节能技术308.4工艺生产节水措施319环境保护19.1建设地区环境概况1（1）地理位置1（2）厂址所在场地的地形、地貌情况1（3）地表水概况1（3）气象条件1（4）环境质量现状19.2现有工程概况29.3设计采12、用的环境保护标准29.3.1环境质量标准29.3.2污染物排放标准39.4工程内容及流程简述39.5主要污染源及污染物39.5.1废气39.5.2废水69.5.3废渣79.6环境保护措施89.6.1废气治理89.6.2废气治理99.6.2废水治理99.6.3废渣治理109.6.4噪声治理109.7工程环境影响分析109.7.1废气对环境影响109.8绿化109.9环保投资概算119.10存在问题及建议1110劳动安全卫生和消防110.1劳动保护与安全卫生110.1.1设计标准及规定110.1.2建设地区安全卫生概况110.1.3生产中主要职业危害因素分析110.1.4安全卫生技术措施210.113、.5安全卫生管理体制610.1.6安全卫生投资910.1.7安全卫生技术措施效果及评价910.2消防910.2.1设计依据910.2.2工程概述910.2.4消防定员1010.2.5消防设施费用1011企业组织和劳动定员111.1工厂制度111.1.1工厂操作日333天111.2企业组织及定员111.2.1企业管理体制111.2.2生产和辅助车间设置112项目实施规划112.1建设周期112.2各阶段实施规划设想1第三篇xx化工公司30万吨/年焦炉煤气制甲醇工程工艺流程图3第一篇xx化工公司30万吨/年焦炉煤气制甲醇工程总论1总说明1.1概述本项目利用山西xxxxxx焦化公司年产200万吨焦碳14、外供4.24亿标立方米焦炉气，以焦炉气为原料生产30万吨/年甲醇。项目承办单位为山西xxxxxx化工有限责任公司。该公司由xx焦化控股有限责任公司和香港xx焦化有限公司合资组成，分别占70%和30的股份。1.1.1项目名称及主办单位项目名称：以焦炉气为原料合成甲醇项目主办单位：山西xxxxxx化工有限责任公司地址：山西省xx县xx焦化工业园区1.1.2项目主办单位基本情况本项目建设主办单位为xx焦化控股有限责任公司和香港xx焦化有限公司组成的股份公司，暂定名“xxxxxx化工有限责任公司”，分别占70%和30的股份，项目资本金为30%，贷款利息6.12%。利用xxxx公司外送焦炉气配套生产甲醇15、的新建项目。xx焦化控股有限责任公司（英文名字“China Coal&Coke Holdings Limited”，简称“CNCCoke”）成立于2003年8月，是一家致力于焦炭、煤炭及煤化工产品的生产、加工、投资和国内外贸易的能源化工企业，是中国xx能源集团公司的全资控股子公司。xx焦化控股有限责任公司是xx集团公司煤焦化优势业务的战略执行单位。自公司成立以来，依托xx集团公司的综合优势，抓住国际能源化工产业结构调整的有利机遇，坚持煤焦一体化发展战略，坚持混合所有制经济发展模式，一手抓经营管理，一手抓基地建设，实现了企业的快速发展。目前，xx焦化控股有限责任公司总资产30亿元，在编职工40016、0人，拥有4家绝对控股焦化生产企业，1家相对控股焦化生产企业，2家国内分公司，并在境外设立了xx焦化（香港）有限公司和xx美国公司两家贸易企业。xx焦化控股有限责任公司拥有焦炭生产能力285万吨，其中冶金焦220万吨，铸造焦65万吨。目前在建冶金焦140万吨，铸造焦25万吨新工程项目。预计2006年末，xx焦化控股有限责任公司将形成焦炭生产能力450万吨，成为中国最大的商品焦生产和贸易企业之一。xx焦化（香港）有限公司2003年3月成立，主营焦炭及相关化产品的进出口贸易。2005年主营业务收入8.36亿元。1.1.3项目提出的背景和投资的必要性1.1.3.1项目提出的背景山西xxxxxx焦化有17、限责任公司（以下简称xxxx公司）是一家2004年1月注册成立的国有控股企业，是由中国xx能源集团公司所属xx焦化控股有限责任公司与xx县xx煤焦有限责任公司共同投资建设的大型现代焦化企业。公司坐落于以xxxx焦化有限责任公司为龙头的xxxx焦化工业园区。该园区为山西省规划的八大焦化工业园区第一。xxxx公司是xx县目前最大的调整产业结构项目，采用现代化生产设备和先进生产工艺，具有完善的环保设施，符合国家产业政策和可持续发展的要求。xx煤焦有限公司现已具备200万吨/年焦碳能力，20MW/h焦炉气发电和外供4.24亿标立方米/年焦炉气约占总焦炉气产量的1/3，以及配套的焦化产品。当前这部分外送18、焦炉气没有利用而送火炬焚烧，造成每年8000多万元的煤气价值白白损失，而且还造成当地大气环境的污染。项目投资的必要性和意义xx煤焦控股有限责任公司是一家以煤焦化生产为主的现代化企业，公司拥有大规模的炭焦生产装置。然而在生产过程中，却面临一个十分重要的炼焦富产焦炉气出路问题。目前，公司的焦炉气约1/3富余，约有4.24亿标立方米/年通过火炬放散到空气中，这不仅是一种巨大的资源浪费，而且对环境造成严重的污染。由于现在一时寻找不到大规模消耗焦炉气的工业用户，只好选择用焦炉气来发电应急措施，这样不仅运行成本高，入电网费用高，使焦炉气这一高品质的化工资源未得到合理有效的利用。在这种背景下，结合市场经济、19、环境等因素，采用焦炉气来生产市场前景好的甲醇产品，使焦化工程成为既环保又有经济效益的项目。充分利用炼焦富产的焦炉气生产高附加值、不污染环境的甲醇产品是一项十分有益的投资项目。对于煤焦化行业的深加工、循环经济可持续发展十分有利。焦炉气是焦炭生产过程xx干馏出来的气体，干馏温度为550，经过焦化公司的冷凝鼓风、电捕焦油、脱硫、脱氨、脱苯等工艺后的焦炉气含有大量的氢气、甲烷和少量的多碳烷、烯烃及惰性气氮气和硫化物。利用焦炉气制取甲醇是炼焦厂富产焦炉气综合利用深加工开发的先进技术，是利用焦炉气经济效益最好的工艺方法之一。由于焦化公司的地理位置等原因，焦炉气利用不够充分，特别是中小焦化厂大多直接排空。据20、有关部门测算仅山西全省每年大约有150亿标立方米的焦炉气直接排空或点了“天灯”，造成巨大的资源浪费和环境污染。为了降低甲醇生产成本及寻找更廉价的原料，现在人们又把目光投向了焦炉气。建设一套焦炉气制甲醇比煤气化制甲醇同样规模一次性投资要减少40%50%。本项目是为xxxx化工有限公司设计的一套焦炉气制甲醇的项目，该项目是位于山西省xx县坛镇堡子塘村西的500米的年产200万吨焦炭配套的焦炉气生产甲醇的项目。由于焦炉气经转化生产甲醇其氢气过剩，为了更好利用这部分氢气，拟新建一套利用焦化公司生产的部分售价低的小粒焦为原料，采用固定床纯氧/蒸汽气化炉生产水煤气作为补碳煤气补入甲醇合成气中。使合成气达到21、甲醇合成所需理想的氢碳比。甲醇是由CO和H2合成的，主要生产原料为煤、焦碳、天然气、焦炉气、石油等。甲醇产品目前是全世界需求量巨大的重要基础化工产品和基本化工原料，同时也是新一代的能源燃料，其产量仅次于合成氨而居于第二大化工原料产品。甲醇在石油化学工业、医药工业、轻纺工业、生物化工以及能源、交通运输行业均有广泛用途，在国民经济中占有十分重要的地位。投资甲醇项目有十分明显的必要性和经济意义。本工程不仅有较好的经济效益，从本质上讲也是一项环保工程，是既符合国家能源发展政策，也符合国家环境保护要求，对焦化行业的持续发展具有重要意义的项目。xx煤焦控股有限责任公司建设焦炉气制甲醇装置，达到经济、社会和22、环境效益最大统一，其意义在于：（1）本工程以焦炉气制取甲醇，从根本上解决了焦炉气的去向问题，而且变废为宝。实现了对焦化富余焦炉气的综合利用，符合国家有关产业政策和行业规划以及环保要求。（2）可以长远解决公司的生存问题，并且为当地提供更多的就业机会，促进区域经济的发展。（3）做到了真正意义上的焦化行业向高附加值化工行业方向的转化。（4）有利于国家能源产业结构的调整，保持国民经济的可持续发展。传统焦化工业污染严重，在依托资源发展经济的同时必须解决好污染问题。据测算全国以年产焦炭1.4亿吨计，则可副产焦炉气420亿米3，目前至少有1/3以上的焦炉气未能加以利用，放散至大气中，既浪费了大量的宝贵资源又23、严重污染了环境。焦炉气中含有大量H2、CH4和CO是合成化学品的宝贵原料，如将放散的焦炉气加以利用约可生产750万吨/年甲醇。就建设单位而言，若具备200万吨/年焦炭生产能力，大约每小时将会产生含有一定量硫化物、氨、CO2、苯、萘和焦油等有害物质的剩余焦炉气约52000Nm3/h，如排入大气将严重污染当地的大气，影响到周边的民众生活，同时也浪费了能源，52000Nm3/h的焦炉气相当于27.2万吨/年标准煤，可合成20万吨/年甲醇。从国家可持续发展战略考虑，将这部分资源合理有效的利用是变废为宝、化害为利的重要举措，也是实现建设单位良性发展的有效途径。焦炉气传统的利用方法是经过脱焦油、萘、苯和H24、2S后作为民用燃料气，这样非但将宝贵的化工原料烧掉浪费了，而且还有CO2、SO2和NOx产生照样污染环境。如将焦炉气经净化处理用于合成甲醇可使资源得到有效利用，更大幅度的减少排放污染。同时通过甲醇工艺的引入，也可为今后焦化工业萎缩时企业转入化学工业生产打下基础，只要用洁净煤气化技术置换焦化工艺，甲醇工业就可持续发展，甲醇为能源化工新产业，符合新时代可持续发展要求，也是化学工业发展的新方向。甲醇是用途十分广泛的基本有机化工原料，在发达国家的产量仅次于乙烯、丙烯和苯，居第四位。由甲醇出发可制取许多种化工产品；甲醇还可用作能源。甲醇用途之广，几乎找不到另外一种有机产品，有甲醇如此广阔的使用范围。国内25、已开发的甲醇下游产品主要有：甲醇氧化制甲醛、甲醇氨化制甲胺、甲醇羰基化制醋酸、甲醇氯化制一、二、三氯甲烷和四氯化碳、甲醇脱水制二甲醚、甲醇脱氢制甲酸甲酯，然后再制甲酰胺和二甲基甲酰胺等，甲醇制甲基叔丁基醚（MTBE）、甲醇用作燃料等。随着精细化工的发展，甲醇的消费量将不断增加和扩大，特别是精甲醇的需求必将会有较大的增长。甲醇不仅是C1化学最基本的化工原料，而且是一种洁净燃料。随着汽车技术的发展。甲醇直接用于汽车发动机燃料及在汽油中添加甲醇量的增加，将会使甲醇的市场有很大的发展。在城市里，汽车的尾气污染已成为主要污染源，而甲醇正是城市汽车理想的燃料替代品，汽车用甲醇燃料的技术发展一定会给甲醇的发26、展带来新的机遇。甲醇合成技术的发展将会使甲醇成本不断下降，随着甲醇合成反应器和催化剂技术的发展，合成压力已由12MPa降到56MPa，温度由300降至220250，甲醇生产强度由0.40.5吨/hm3催化剂提高到1.01.4吨/hm3催化剂，使生产成本大幅度下降，随着精馏技术的发展，能耗也有了大幅下降，使低压甲醇具有很强的竞争优势。本工程的建设将为建设单位发挥自身特色，将资源优势转化为经济优势创造条件，把放散的焦炉气加工成用途广泛的甲醇产品，实现了化害为利、变废为宝、有效综合利用的原则，切实体现资源一能源一环境一体化可持续发展的基本国策，为企业持久不衰注入了活力，亦为滚动发展奠定了良好的物质基27、础。就世界而言，甲醇生产多以天然气为原料，随着美国和新西兰等国天然气资源的锐减或枯竭，为发展以煤为原料生产甲醇提供了契机。对于盛产焦煤的山西省而言，在迅速发展焦化工业的同时，解决剩余焦炉气合理利用问题就提到议事日程上来。为抓住历史机遇，寻找新的利润增长点，立足当地丰富的焦炉气、煤、电资源优势，建设单位通过市场调查、前景预测及经济技术分析，决定采用焦炉气纯氧蒸汽非催化转化、低压合成甲醇等技术，建设一套以焦炉气为原料年产30万吨的甲醇装置。同时在今后还将依托国内外对甲醇下游产品开发新技术，切实把地方资源优势转化为技术经济优势，把集团公司建成全国较大规模的煤焦化工基地。项目建设的有利条件xx煤焦控股28、有限责任公司决策建设以焦炉气生产甲醇项目，既是符合国家能源发展政策，也是符合国家环境保护要求的，对焦化行业的持续发展具有重要意义。符合省、市、县的产业发展方向，符合xx煤焦控股有限责任公司司的发展规划。当地政府和各职能部门对该项目高度重视，全力支持，各项条件均比较成熟，是一个以提高企业经济和环保效益为理念，优化资源配置，推进产业结构调整，促进地方经济发展和企业产业升级的多赢项目，因此建设该项目意义重大。具有优秀的人力资源。xx煤焦控股有限责任公司司领导班子素质高，具有很强的开发与管理能力；职工队伍素质高，具有丰富的化工生产操作经验。公司多年来积累丰富的管理经验与生产营销经验，培养大批专业技术人29、才。完善支撑保障体系，将资源优势转化为经济优势通过政策、法规和技术体系建设，完善资源的市场化配置，构建工业园区发展的支撑保障体系，加强循环经济和生态工业理念的宣传和普及，调动各方面的积极性，促进物质高效循环利用的机制和体制的形成；依托大型企业，发展多种所有制，发挥多产业耦合共生的优势，降低生产、流通和管理等环节费用，取得最大的综合效益，形成经济优势，增强对当地经济的拉动作用。土地使用，采用企业租用方式，生产区的土地由区政府按国家有关政策规定统一办理征用手续，企业可支付租金用地。投资者根据生产经营需要可分批办理土地征用或租用手续。1.1.4编制依据1.1.4.1山西xxxxxx化工有限责任公司与30、中国天辰化学工程公司签订的焦炉气合成甲醇项目可行性研究报告技术咨询合同。1.1.4.2中石化协产发（2006）76号文化工投资项目可行性研究报告编制办法（2006年4月）1.1.4.3原化工部关于化工建设项目预可行性研究报告内容和深度的规定1.1.4.4山西xxxxxx化工有限责任公司提供的相关基础资料。1.1.4.5xx焦化有限责任公司的总体发展规划。（2006年3月石油化工规划院）1.1.4.6国家颁发的投资项目最新法规、标准、规范文件。1.1.5报告编制研究指导思想认真贯彻国家环保、消防、劳动安全等有关文件。最大限度地优化设计降低投资是可研报告设计自始至终贯穿的一条基本原则。严格按节能降31、耗的原则进行设计，大力创新、开发国家自有技术知识产权。在技术先进可靠的基础上，充分利用国内多年来的在化肥甲醇领域节能技改的成功经验，尽可能采用国产化的技术和装备，使项目在技术经济上居于国内同行业领先水平。充分利用国家和地方优惠政策，提高本工程项目的市场竞争力。结合我国国情及该厂的实际情况，采用适度先进、稳妥可靠的工艺技术，除某些关键材料和仪表确因国产化有困难需要引进外，其它工艺和设备均立足国内解决，以节约投资，提高项目的经济效益。主体工程与环境保护、安全生产、工业卫生同步考虑，以减少和消除工厂生产对环境的污染及对职工健康的危害。充分考虑依托xx焦化公司消防以及社会协作能力等公用设施。1.1.632、项目研究范围本项目可研报告为山西xxxxxx化工有限责任公司利用xx焦化公司生产的富余焦炉气为主要原料，经转化、净化工序合成气低压合成甲醇。项目生产装置主项内容范围如下：空分原料气压缩（包括焦炉气和造气炉水煤气）焦炉气转化焦炭纯氧蒸汽连续制气（造气）NHD脱硫和干法精脱硫合成气压缩低压甲醇合成甲醇精馏甲醇罐区循环冷却水系统脱盐水系统锅炉房及自备电站总变及车间变配电所全厂总图运输、外管、供电照明及地下管网等1.2初步研究结论1.2.1项目概况和简要结论本甲醇项目利用xx集团下属山西xx焦化公司炼焦副产外送富余的4.24亿标立米/年焦炉气（实际耗量3.872亿标立米/年）及8.24万吨/年，焦炭加33、工生产30万吨/年精甲醇。本工程上马后可消除大气环境污染，生产市场热销的基本化工原料甲醇，符合国家产业政策和能源政策，因此本项目属国家鼓励的利用高新技术发展循环经济，走可持续发展的阳光工程项目，应抓紧时机早建快上。1.2.2新技术设备的采用情况本项目采用多项国内外领先水平的先进可靠的新技术，归纳如下：1.2.2.1采用大型单系列离心压缩机蒸汽透平联合机组（空分空压机、焦炉气压缩机和合成气压缩机），以山西廉价易得的动力煤烧蒸汽为动力代替多台并联往复式电动压缩机，运行平稳，操作简单，维修工作量小，连续运行周期长，运行费用低，经济效益高。1.2.2.2采用焦炉气纯氧非催化部分氧化技术新工艺，它不用催34、化剂，没有催化剂中毒的问题，工艺流程和设备结构简单，造价低，易于操作管理。该技术在焦炉气制甲醇工艺中属首次应用，但可借鉴天然气纯氧非催化转化技术，证明这是一项先进节能安全可靠的新技术。1.2.2.3采用NHD物理（溶剂）脱除H2S和部分COS，技术先进可靠。1.2.2.4采用中国自己开发成功的绝热恒温型低压甲醇合成塔，技术先进，安全可靠，经济节能，居于甲醇合成领先地位。1.2.2.5采用先进无污染的小粒焦纯氧蒸汽固定层连续气化技术制水煤气作为焦炉气制甲醇的补碳气，提高合成气碳氢比，使（H2-CO2）/（CO+CO2）2:1。此工艺的运用使焦炉气的氢利用率提高20%以上，甲醇产量由20万吨/年增35、加到30万吨/年。采用此补碳工艺投资少产出高，经济效益十分明显。1.2.2.6甲醇精馏采用中国自己知识产权开发的新工艺，节能节水，产品达到优级品和AA级精甲醇。1.2.3原料用量本项目利用xxxx焦化公司富余的4.24亿标立米/年焦炉气及8.24万吨/年825mm小粒焦，加工生产30万吨精甲醇。精甲醇产品达到中国GB338-2004优等品/合格品和美国AA级标准，可适用于国内外各行业领域需要。目前xx焦化公司已建成年产200万吨焦碳，外供焦炉气和廉价小粒焦可长期稳定供给，运输方便，价格便宜。对本甲醇项目和xx焦化公司双方互惠互利。1.2.4公用工程和辅助设施本项目水电汽公用工程和辅助设施均为新36、设计建造。1.2.4.1新鲜水本工程正常用水量525t/h，每天耗水量12600t/h。厂址处于xx市坛镇堡子塘村西双池河谷内。一次水采自双池河支流小河两岸业主自建取水深井，井深约300米，单井涌水量50吨/小时，需新打井14眼，其中2眼为备用井。1.2.4.2循环水本装置有两套循环水系统，一套为全厂用净循环水系统，正常用水量为17400m3/h，新设计一套20000m3/h，循环水系统强制通风冷却塔60004台，配水质稳定加药装置。富氧造气补碳装置建一套浊水循环水系统，用水量461 m3/h，新建一套500 m3/h浊水循环水系统，强制通风冷却塔1台。1.2.4.3供汽和自备电站及燃料用煤根37、据全厂蒸汽平衡小时蒸汽用量169.7t/h，9.82MPa，540。工艺余热副产中压蒸汽约84.7t/h（压力4.0MPa和2.5MPa）。新上三台85t/h、10.0MPa循环流化床高压蒸汽锅炉（二开一备）。高、中压蒸汽供空压机、焦炉气离心压缩机和合成气离心压缩机和配一套14700kW蒸汽发电机组。低压蒸汽外供焦化厂40t/h。燃料煤消耗量37.3t/h，29.84万吨/年，燃料煤采用当地产动力烟煤或焦化洗xx及煤矸石，平均热值取35004000kcal/kg。由于采用高压蒸汽抽背压位能差发电，热效率高，自发电可满足生产用电，经济效益十分可观。1.2.4.4供电本项目计算用电量14244kW38、/h，自发电14700kW，正常不需外部供电。采用xx110kV变电站来一路供电和焦化厂10kV另一路辅助供电，另有焦化厂焦炉气燃气发电机作为安全事故电源。总降变电站送出高压用电（6000V），车间设低压变电所。1.2.4.5全厂仪表空压站和氮压站新设一小规模空压站300Nm3/h供空分开车使用，正常运行时全厂仪表空气由空分装置提供，全厂仪表室用量1000Nm3/h。开工及密封用纯氮设备低压氮气站，压力为0.6MPa，气量600Nm3/h.1.2.4.6甲醇生产能耗本装置精甲醇产品能耗40.5937GJ/tM，由于采用蒸汽透平驱动压缩机，能耗比电动压缩机稍高。但由于采用了氢收回和补碳工艺，使能39、耗下降（全部用电动能耗为44GJ/tM）。蒸汽驱动是以煤为燃料，甲醇生产成本要比用电低。本装置设计能耗40.5937GJ/tM，对于以气头部分焦碳原料的甲醇工艺能耗属于III类水平，能耗量低，工艺也是较先进的。1.2.4.7安全环保和消防以焦炉气为原料生产甲醇三废排放量很小，本装置没有工业废水和污水排放，净下水排至焦化厂做熄焦用。废气只有少量加热炉排出无害烟气排放（成份为CO2、N2、H2O、无硫化物）。富氧造气排出的灰渣再送锅炉作燃料使用，最后由锅炉排出灰渣15.3t/h，12.24万吨/年。锅炉灰渣外运作铺路等建材或水泥厂作原料。由此可见这是一座洁净无污染、环保型的新型工业装置。本装置消防40、设计配套水消防和化学泡沫消防及事故水池。专业消防队则依托焦化公司先已建立的消防队，5分钟即可到达，距离近方便可靠。1.2.4.8项目投资和经济效益本报告投资总额91683.86亿元人民币，所得税前内部收益率24.83%，所得税后投资回收期5.77年（含二年建设期），年均销售利润总额1.96亿元，盈亏平衡点42.58%。由此可见本项目可行，抗风险能力强，经济效益较好，是一个很好的环保、节能、收益率高的项目。1.2.5存在主要问题和建议（1）大气环境中微量有害气体的含量无分析数据，在施工图展开之前应有详细的数据，因为对空分设计有影响。（2）在施工图展开前，应对建设场地进行详勘，出具详勘报告。1.241、.6甲醇项目主要技术经济指标本项目主要技术经济指标见表1-2-1。主要技术经济指标表表1-2-1序号项目名称单位数量备注一原料1焦炉气量亿标立米/年4.24365天/年计，实际运行8000小时,耗气3.872亿方2小粒焦炭万吨/年8.24333.3天/年计，入厂损失按2.8%计二产品方案1产品精甲醇万吨/年30333.3天/年计，900吨/天2副产品（1）纯氧吨/天10（2）纯氮吨/天20（3）纯氩吨/天4（4）杂醇油吨/天5三年操作日(小时)小时/年8000四主要原材料、燃料用量（1）原料焦炉气标立米/天1176000检修停产期间焦炉气作锅炉燃料（2）原料小粒焦吨/天240.5固定碳C78.42、13%，入炉焦热值HL7000kcal/kg,（3）锅炉燃料煤吨/天900灰分30%35，全年30万吨热值HL35004000kcal/kg（4）NHD净化溶剂及润滑油吨/年187.24其中NHD约90吨/年五公用工程及动力消耗（1）新鲜水用量吨/天12600平均用水量万立方米/年419.5全厂生产和生活用水525m3/h最大用水量万立方米/年456.8全厂生产和生活用水571 m3/h（2）装置用电量度/时14244自备电站发电度/时14700以自用电平衡调节发电量需外供用电量度/时0扣除自发电14700kW（3）蒸汽P=9.82MPa，540吨/小时169.7锅炉房供出蒸汽量六三废排放量（43、1）废水吨/小时21.1去焦化厂统一处理、利用（2）废气标立米/小时1056去焦化厂脱硫统一处理回收（3）废渣（废催化剂和灰渣）万吨/年11.2废催化剂送制造厂回收，灰渣送水泥厂或做建材七运输量（1）运入量万吨/年39.95（2）运出量万吨/年39.58八全厂定员人303九总占地面积公顷14.136212亩（1）建构筑物占地面积公顷4.241（2）道路等占地面积公顷2.827（3）管架及管线公顷1.1309（4）建筑系数%30（5）绿化率%20（6）场地利用系数%58十总建筑面积平方米42981（1）生产用占地面积平方米1800（2）非生产用占地面积平方米十一甲醇生产综合能耗106KJ/吨甲醇44、40.5937十二甲醇生产能耗总量万吨标煤/年41.803按标煤热值7000kcal/kg十三项目总投资万元91683.86评价用其中外汇美元561.00（1）建设投资万元85002.18（2）建设期利息万元4061.29（3）流动资金万元2620.39全资流动资金十四年平均销售收入万元48387.32十五生产成本费用万元（1）年平均总成本费用万元28821.05（2）甲醇单位制造成本元/吨743.75（3）甲醇单位完全成本元/吨875.59十六年均利润总额万元19566.27十七平均销售税金万元5225.72销售所得税十八财务分析（1）投资利润率%21.34（2）投资回收期所得税前年5.5745、自建设之日起所得税后年5.77自建设之日起（3）财务内部收益率年所得税前%24.83所得税后%21.63（4）净现值所得税前万元66515.68所得税后万元44292.34（5）资本金内部收益率%35.46（6）投资各方内部收益率%29.632市场及价格分析预测2.1产品性质及用途2.1.1产品性质甲醇是无色、透明、易挥发的有毒易燃液体，能完全溶解于水、丙酮、醇类、酯类及卤代烷类，其性质如下表2-1-1。甲醇物性表表2-1-1分子式CH3OH分子量32.04沸点64.564.7闪点16（开口容器）、12（闭口容器）自燃点473（空气中）临界温度240临界压力79.54105Pa蒸气压1.28946、7104Pa比重0.7913（d4）密度0.81g/ml（0）比热2.4702.533J/g（2025）粘度0.5945厘泊（20）导热系数表面张力22.5510-5N/cm蒸发潜热35.295KJ/mol（64.7）折射率1.32874（20）熔融热3.169 KJ/mol燃烧热727.038 KJ/mol（25液体）生成热273.79KJ/mol（25液体）爆炸极限636.5体积%（空气中）2.1.2产品用途（1）甲醇作为基本化工原料，可生产许多重要的有机化合物，其深加工产品目前已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品已有30种。以甲醇为原料采用羰基化法生产醋酸，是目前最具竞争力的生47、产醋酸的方法。由醋酸可进一步生产出极具商业价值的二、三醋酸纤维素。由甲醇生产的其它重要有机化合物有甲醛、甲胺、甲烷氯化物、甲酸、甲酸甲酯、甲酸胺、甲基丙烯酸甲酯、二甲基甲酰胺、二甲基亚枫、碳酸二甲酯、二甲醚、聚乙烯醇、醋酸乙烯等。（2）甲醇可作为新一代燃料。由甲醇和异丁烯合成的MTBE（甲基叔丁基醚）是高辛烷值汽油添加剂，甲醇还可掺烧汽油（如M15）或直接用作汽车燃料，是新一代的能源替代品。（3）甲醇是精细化工与高分子化工的主要原料。由甲醇为基础原料制得的聚甲醛塑料是一种性能优良的工程塑料，可替代金属使用，在汽车工业及电器工业中有广泛的用途。而甲醇直接催化转化成烯烃的技术（MTP和MTO）也已48、具备了工业化的条件，这将进一步拓展甲醇在石油化工领域中的重要性及其应用领域。（4）由甲醇可生产单细胞蛋白（甲醇蛋白）。甲醇蛋白有许多优点，蛋白转化率高、发酵速度快、无毒性、价格便宜，其生产不受地理位置、气候条件的限制。我国饲养业对蛋白质的需求量很大，发展甲醇蛋白很有前途。甲醇是一种性能优异的清洁燃料，随着世界石油资源的日渐枯竭、环保呼声的日趋高涨，甲醇掺烧汽油及甲醇燃料越来越受到人们的重视，国内许多地区已开始大面积推广。由甲醇生产二甲醚来替代柴油及石油液化气目前也已成为国内研究和投资的热点，这为我国甲醇工业的发展提供了更大的空间。甲醇是一种重要的有机化工基本原料，被广泛应用于有机合成、染料、农49、药、医药、涂料等行业，其消费量仅次于乙烯、丙烯和苯。甲醇可以用于生产甲醛、甲基叔丁基醚（MTBE）、醋酸、甲酸甲酯、氯甲烷、甲胺、硫酸二甲酯、丙烯酸甲酯、烯烃和二甲醚等有机化工产品。甲醇消费的新途径、新领域、世界各国都在竞相开发，从而促进了甲醇生产的迅速发展。根据专家对未来汽车代用能源的预测，甲醇和液态氢将起到重要作用，因此，甲醇产业的发展前景还是比较乐观的。2.1.2.1甲醇燃料的特点及其发展趋势（1）车用甲醇燃料车用甲醇燃料有两种类型：（a）以汽油为主，掺入515%的甲醇，如M5、M10、M15；（b）以甲醇为主，掺入少量汽油，如M85和M100。各种车用燃料的物理化学特性表2-1-2汽油50、甲醇乙醇液化石油气压缩天然气柴油二甲醚典型组成C7H15CH3OHC2H5OHC3H9CH4C15H28CH3OCH3平均分子量993246451620846组分m%C84.937.552.280.075.086.152.2H15.112.513.020.025.013.913.0O050.034.800034.8液态比重kg/L0.7400.7950.7900.540-0.8400.668低热值MJ/kg42.519.726.846.047.742.728.4蒸发热kj/MJ8.056.433.88.6-6.014.4辛烷值RON95115113100130-十六烷值-455555CO2排放51、g/MJ73.370.071.563.857.774.267.5甲醇在作运输动力燃料有多种利用途径：低比例掺烧汽油中添加3%或5%甲醇即M3、M5，发动机勿需改动中比例掺烧汽油中添加15%甲醇即M15，发动机需作改动、并添加助溶剂高比例甲醇M70、M85、M100需对发动机改装优化甲醇：制MTBE作为代替四乙铅作抗爆剂，添加量约10%甲醇裂解供甲醇催化裂解或等离子裂解后在汽缸中贫氧燃烧制DME二甲醚代替柴油以减少CO、CH、NOx及颗粒物排放甲醇燃料电池未来汽车甲醇转化为电能驱动电动汽车甲醇作为动力燃料的优点是：（a）汽车排放废气中CO、NOx等均可比汽油有大幅度降低；（b）现有使用汽油的汽车52、对掺合少量甲醇的M5、M10无需改动即可使用，对中等添加量或以甲醇为主的M85甚至M100则需对汽车稍作改动就可使用甲醇燃料；（c）1999年下半年起，国际市场原油价格飙升，国内已多次调高汽油价格，使甲醇燃料在价格竞争中处于有利地位。低比例掺烧甲醇有、M10和M5甲醇汽油，国内已有成熟技术，对发动机不需作任何改动，且能提高汽油辛烷值，在欧洲曾作为清洁汽油大量销售。中比例添加的M15和M25甲醇汽油还需添加助溶剂以解决汽油和甲醇不互溶问题。德国和瑞典均进行过1000辆汽车的行车试验，他们的结论是：技术上可行，经济上优越性不突出，还需解决燃料分层、材料腐蚀、发动机调整改进问题，因而未能推广，而转向53、M100纯甲醇燃料的开发。高浓度M85甲醇汽油实际上甲醇含量仅85%，烃类及脂肪族醚含量14%16%。美国添加10%15%汽油，而德国则加终馏点125左右的轻质烃。国内近年在山西和河南安排数百辆中巴客车、货车进行M85甲醇汽油的长期营运，排放尾气中CO及HC含量也以多点电喷车型最低。另外，醇醚燃料在我国存在着潜在的巨大市场。醇醚燃料是指用甲醇和二甲醚按一定比例混合配制而成的新型液体燃料，燃烧效率和热效率均高于液化气。由于二甲醚的挥发性好，此燃料可有效地克服甲醇燃料不易点燃，需空气充压和外加预热以及安全运输方面的一些缺点。醇醚燃料不仅是一种符合国情、使用安全方便、价格适中、值得推广的民用燃料，而54、且可以用作汽车优质代用燃料、煤气化发电的高能燃料、工业窑炉燃料等，这些应用领域潜力巨大。目前我国已经建设投产多套万吨级醇醚燃料装置。生产所用二甲醚可由甲醇制取；对甲醇产品的质量要求不高，粗甲醇即可作为原料。该产品在广大城乡居民中作为燃气需求量大，可使工厂获得良好的经济效益，市场容量和开发前景广阔。（2）MTBE汽油添加剂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。我国政府规定，2000年基本实现汽油的无铅化，首先在北京、上海等几个大城市已经陆续出台了地方性法规，限制低标号汽油的使用。在现有高标号汽油的配方中，尚没有更好的抗爆剂55、替代品，近期内MTBE仍是首选品种。国内MTBE投入规模化生产始于20世纪80年代初，其生产能力迅速增长。1990年，我国MTBE能力近8.5万吨/年左右，到2002年装置能力已接近111万吨/年，开工率78%，用于MTBE生产消费的甲醇达到34万吨。因此，今后几年我国MTBE需求量将有一定的增长，但增长幅度不会太大。预计到2007年，国内MTBE生产将达150万吨左右，约消耗57万吨甲醇。到2015年，国内MTBE生产将达210万吨左右，约消耗80万吨甲醇。（3）甲醇燃料电池甲醇燃料电池分为直接甲醇燃料电池和间接甲醇燃料电池两种。燃料电池最早是以纯氢为燃料的，但氢气输送及贮存不便，因此，一般56、采用间接制氢，制氢原料可以是甲醇、汽油等。甲醇氢含量高，裂解制氢的温度低，因此，甲醇燃料电池的发展很快。间接甲醇燃料电池是目前最为成熟的燃料电池技术。直接燃料电池是甲醇与水在阳极发生电化学反应，产生CO2、H+和e-，H+通过离子交换膜迁移到阴极，并与O2反应生成水，电池端电压为0.60.7V，功率可达500600mw/cm2。直接燃料电池是一类有发展前途的燃料电池，其发展方向是提高甲醇转化率，减少甲醇的渗透和提高催化剂的利用率。目前直接甲醇燃料电池尚处研究阶段。目前世界各国汽车公司都在进行甲醇燃料电池的研究，以间接燃料电池技术为主。Daimler Chrysler公司是燃料电池汽车的典型代表57、，该公司已开发出NECAR3型汽车，目前已发展到NECAR5型，采用以甲醇为液体燃料经重整后转化为氢，计划于2004年生产出10万辆甲醇燃料电池商用车，还与甲醇生产商MATHENEX和STATOIL联合进行推广。该公司经评估后认为甲醇燃料电池是非公共汽车最好的代用燃料。美国为促进甲醇电池汽车的技术开发和市场推广，在1999年9月由总统签署法案，以低税率和政府补贴的方式对甲醇燃料电池汽车给予支持。甲醇燃料电池改进了空气质量，相对于传统的汽柴油燃料，对水的污染小，毒性低，作用安全性高，减少对石油资源的依赖程度。预计今后十年，甲醇燃料电池将有飞速发展。2.1.2.2甲醇作为有机化工基本原料（1）甲醛58、甲醛是甲醇的重要下游产品，其消耗量目前为甲醇用量的35%60%，且多年来基本稳定不变。甲醛主要用于生产热固性树脂，以及丁二醇、MDI（甲苯二异氰酸酯）和聚甲醛。脲醛（UF）树脂、酚醛（PF）树脂和聚甲醛树脂占甲醛总需求量60%，UF和PF树脂占需求的50%以上，主要用于民用和建筑业等。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，我国年需求甲醇约为210万吨。（2）乙酸乙酸是消耗甲醇的重要产品之一，其消耗量约占甲醇用量的7%8%。1997年后，以7.5%的平均年增长率递增。乙酸可生产乙酸乙烯、乙酸纤维和乙酸酯等，其需求与涂料、粘合剂和纺织等方面的需求59、密切相关。2002年，甲醇羰基合成法乙酸产量44.8万吨，消费甲醇约25万吨。“十五”期间，随着乙酸乙烯，乙酸酯，乙酐/乙酸纤维素和PTA的需求量增长，乙酸的需求量也进一步的增长，因此，我国现有甲醇羰基合成法乙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20022015年的年均增长率将高达7.5%。到2007年，用于乙酸生产的甲醇约需87万吨。到2015年，将约需甲醇110万吨。（3）甲胺甲胺是一甲胺、二甲胺及三甲胺的统称，甲胺系列产品广泛应用于有机化工原料、医药、农药、染料等各个部门的生产。2002年，国内甲胺能力总计约15万吨/年，产量近12万吨，当年消费甲醇约19万吨。今后，甲胺60、在农药行业上的消费将会有所下降，而在医药和其他有机化工原料，特别是二甲基甲酰胺等方面的消费将会有较大的增长。预计2007年，我国甲胺生产需要甲醇量将达到25万吨左右。到2015年，我国甲胺生产需要甲醇将达到34万吨左右。（4）对苯二甲酸二甲酯对苯二甲酸二甲酯（DMT）是生产聚酯的重要原料。2001年，我国DMT产量超过30万吨，消费甲醇约14万吨。由于目前及今后新建聚酯装置大多以对苯二甲酸为原料采用直接酯化工艺技术，今后DMT需求甲醇有所下降。因此，“十五”期间，没有DMT扩建和新建的项目计划。预计到2007年，国内DMT生产将基本维持现有的水平，需要消费甲醇量约8万吨。到2015年，需要消费61、甲醇约3万吨。（5）甲基丙烯酸甲酯甲基丙烯酸甲酯约占全球甲醇需求的2%3%，主要用来生产丙烯酸板材、表面涂料和模塑树脂等，预计发达国家的增长速度比较适中，而亚洲地区的增长速度较快。（6）甲醇制醋酸甲醇羰基合成生产醋酸其产物为醋酸。醋酸生产的原料有甲醇和一氧化碳。醋酸是有机羧酸的一种，是重要的有机化工原料。最主要的用途是生产醋酸乙烯、醋酐、醋酸纤维素、醋酸酯类、对苯二甲酸、氯乙酸和醋酸盐类等。醋酸也是纺织、轻工、医药、食品、采油等工业不可缺少的重要原料，它可用来生产透明塑料、包装材料、建筑材料、电影胶卷、照相底片、X光片基、香烟滤嘴、合成味精、人造香精、人造革、化妆品、玻璃纸、粘合剂、燃料、涂料62、油漆、牙膏等，又可用来制造纸张加工助剂、真丝织物处理剂、塑料增塑剂、橡胶促进剂等，还可用来合成解热药、止痛片、维生素、植物生长激素等。目前醋酸的用途还在继续开拓中，尤其作电子元件和功能材料等方面的应用正在取得新的进展。因此醋酸的生产不仅关系到化学工业本身的发展，而且和国民经济各行各业休戚相关，直接影响到人民的吃穿住行用各个方面。我国现有醋酸生产企业大多数采用乙醇乙醛法，该工艺技术落后，原料和公用工程消耗高，大多数已处于停产和淘汰境地。占总生产能力37.8%的乙烯乙醛法醋酸生产厂家由于我国石油制乙烯难以满足其下游产品生产的需要，从长远观点看必将受乙烯原料短缺的制约，该法醋酸产量必将大幅度下降。63、甲醇低压羰基合成醋酸方法与其它醋酸生产方法相比具有明显的优势，二十世纪八十年代以来国外新建醋酸装置大部分采用此法。（7）其他衍生物甲醇在有机合成中的应用十分广泛，除以上所列产品及医药、农药和溶剂外，还大量用于生产、丙烯酸甲酯、二元醇醚、二甲苯酚、溴甲烷等一系列产品的生产。2002年，这些衍生物生产中消费甲醇约10万吨，预计到2010年，这方面的甲醇消费量将提高到15万吨左右。总之，随着国家有关甲醇燃料政策的出台，甲醇在燃料方面的消费需求量将会有较大的增长。另外，甲醇作为重要的有机原料，其衍生物生产仍将占据最大的市场份额，其中增长最快的将是甲醛、乙酸、甲胺等方面的生产。随着国民经济的快速发展，今64、后我国甲醇的需求仍将保持较为强劲的增长势头。到2010年我国甲醇总需求量约为980万吨，2015年将达到1100万吨左右。届时，甲醇供需矛盾仍然十分尖锐，新建大型甲醇生产装置或进行联醇装置的技术改造势在必行。随着我国加入世贸组织，进口甲醇继续冲击国内市场的局面在所难免。当务之急是迅速提高国内甲醇生产的整体竞争能力，新建装置要采用先进的工艺技术，方能解决市场供需矛盾并促进国内甲醇工业的稳步发展。2.2市场预测分析2.2.1国外生产状况从上世纪的20年代开发成功合成气生产甲醇以来，甲醇工业得到了飞速发展。近20年来，世界甲醇生产能力的地区分布及生产状况已发生了巨大的变化，甲醇工业与天然气的开发是同65、步发展的，新建装置大多建在天然气资源丰富的地区。这些地区的需求有限，因此大量的甲醇出口到美国、西欧和日本，而美国、西欧和日本的装置则由于经济方面的原因，已逐步减产或关闭，转化而进口甲醇。如日本曾是世界上主要的甲醇生产国，但目前已没有甲醇生产装置；新西兰也将关闭2套总生产能力为97万吨/年的甲醇生产装置，美国关闭了总能力为340万吨的套甲醇装置。欧洲国家如奥地利、法国、芬兰、西班牙等国的一些以石脑油、煤或重油为原料的甲醇生产装置将关闭。预计这种趋势将会进一步发展。目前，甲醇生产世界分布也比较广。依据生产能力的大小，依次分布在北美、拉丁美洲、中东、东亚、东欧、西欧、大洋洲及非洲等地区。其中美洲是世66、界上最大的甲醇生产地区，占世界总生产能力的近40.0%（其中北美占20.0%，拉丁美洲占19.77%）亚洲占世界总生产能力的28.7%（中东占15.6%，东亚占13.10%）；欧洲占世界总生产能力的22.60%（西欧占10.30%，东欧占12.30%），大洋洲占6.4%，非洲占2.5%。世界甲醇生产以大型化为主，其中装置能力大于30万吨/年的装置合计生产能力达到3051.2万吨/年，占世界甲醇总能力的79%，由此可见甲醇生产的大型化是世界甲醇生产发展的主流。世界（不含中国）目前甲醇总生产能力约为4030万吨/年左右。国外甲醇主要生产企业见下表：世界主要甲醇生产企业一览表表2-2-1序号生产国和67、公司生产能力(万吨/年)序号生产国和公司生产能力(万吨/年)美国沙特阿拉伯1Terror Industries8526Ar-Razi No.1852Motiva3027Ar-Razi No.2853Millenium6628Ar-Razi No.3664Lyondell7229Ar-Razi No.4665Hoechst Celanese6030Ibn Sino906Hoechst Celanese50印度尼西亚7Enron37.531Kaltaim Methanol668BP Amooco/Sterling Chemicals45马来西亚9Borden7832Petrunas66加拿大俄罗斯68、10Hoechst Celanese Canada7433Azo factory Schenkino3511Methanex5034Metafrax8412Methanex5735NCK78智利乌克兰13Methanex No.18036Severodonetsk Azot6514Methanex No.292.5德国15Methanex No.397.537BASF32特立尼达多巴哥38DEA4416Caribbean Methanol CO5539Mitteldeutsche Erdol-raffinerie6017Methanol No.455荷兰18Trinidad&Tobago Me69、thanol Co.A4640Methanor No.14219Trinidad&Tobago Methanol Co.B5541Methanor No.24220Titan Methanol85挪威委内瑞拉42Statoil8321Metor73.5英国22Supermathanol6743ICI50巴林新西兰23Gulf Petrochemical Industry46.244Methanex50伊朗45Methanex7024NPC6646Methanex70卡塔尔47Methanex5325QAFAC83.048Nafinal Petro Chemicals No.13349Nafin70、al Petro Chemicals No.230合计3051.22.2.2国外近几年已有和在建的生产能力、产量情况及变化趋势20世纪90年代以来，国际甲醇生产装置规模大都在5060万吨/年，100万吨/年级以上的甲醇装置也已投产，世界甲醇生产呈现出大型化发展的趋势。近几年已建、在建的甲醇装置除了大型化/超大型化的特点外，建设甲醇装置的生产国多在原料丰富、价格相对便宜的国家或地区。如中东、拉美以及南亚（由于有丰富的海底气田）国家或地区。南美及拉丁美洲具有丰富廉价的油气资源，是未来几年世界甲醇生产能力增长是快的地区。委内瑞拉、智利、特立尼达等国都有新建大规模甲醇生产装置的计划，2003年该地区生71、产能力接近一年1000万吨/年。另外，在亚洲，由于中东地区几套新建装置的相继建成投资，其产量会逐步增加。关于今后几年世界甲醇生产能力分布格局的变化，有两方面因素应引起注意：第一，一些天然气资源丰富的国家，尽管其国内需求有限，但仍在建可拟建大型或超大型甲醇装置，用以向其它国家出口。如拉丁美洲的特立尼达、中东的卡塔尔以及东欧、东亚、中东地区的其他国家大量新建、扩建甲醇装置的同时，由于经济性及期货一些方面的原因，一些工业发达的国家纷纷关闭一些效率不高的甲醇装置，转向其他国家进口甲醇。国外近十年甲醇生产能力和产量的变化如下表2-2-2所示。国外甲醇生产能力和产量变化情况单位：万吨/年表2-2-2年份生72、产能力产能年增长率%产量产量年增长率%199224002050199324773.2121504.88199425502.9522655.35199526001.9623905.521996293212.7724703.35199731989.0725874.74199833956.1626100.89199934501.6228007.28200037789.5128893.18200138411.6729833.25200239943.9830642.72年均增长率%4.813.75从上表可以看出，产能增长率变化比较大，而产量率比较平滑，这也反映出装置建设有时相对集中，而产量（就世界产销平73、衡说，产量和消费量几乎相等）稳步增长，就年均增长率而言，产能增长率略高于产量增长率。2.2.3我国甲醇装置的生产现状我国甲醇生产起始于20世纪60年代，50年代也建了一些规模很小的甲醇装置。总结我国的甲醇工业的发展历程，大致可分为如下阶段：上世纪50年代，随产国民经济的发展，对甲醇的需求量增加了，为了满足当时国家的需要，建设了小规模的甲醇装置，同时在一些小型实验室对甲醇技术进行了研究。60年代初，随着太原、吉林几个当时大型的化工基地的建成，在这些化工区建设了几套以煤（或焦炉气）为原料的较大型的甲醇装置，规模在25万吨/年。60年代，小合成氨厂在我国迅速发展，原料以煤为主，由于生产合成氨和甲醇的74、合成气生产工艺相同或相近，于是大量的联醇装置发展起来，生产能力小的20003000吨/年，大则3万吨/年左右，大多数在1万吨/年左右。这些联醇厂的建立，满足了当时国内市场对甲醇的需求。7080年代，国内甲醇装置在数量增加的同时，四川和山东齐鲁石化公司引进技术，建设了当时国内最大的甲醇生产装置，生产能力各为10万吨/年，甲醇生产技术也有了较大的提高，在消化、吸收国外引进技术的同时，国内甲醇配套技术也有了较大的发展。80年代后期直到现在，甲醇单套最大生产能力达到20万吨/年，生产技术和国产化技术也有了质的飞跃。最近十年，国内甲醇生产能力由1994年的161.6万吨/年增加到2004年的约600万吨75、/年，产能增加近4倍，产量由1994年的125.5万吨/年增加到2004年的约430万吨/年，产量增加了3.43倍。由于目前我国甲醇装置相当部分为联醇装置，装置规模小，远低于经济规模，但5万吨/年以下的装置生产能力占到总生产能力的约1/2，这些装置的高能耗、高污染、高成本、质量不稳定、低开工率是其丧失了产品的竞争能力。特别是1万吨/年规模的甲醇厂很多，这些厂由于生产成本高及开车不稳定等原因，一旦甲醇价格高，这些厂有利可图，装置纷纷开车，一旦甲醇价格回落，这些厂由于抗风险能力差，成本高，就纷纷停车，因而造成国内甲醇产量时有下降的现象。在我国已加入世贸组织的今天，缺乏竞争能力的小甲醇厂会逐步被淘汰76、。目前，中国甲醇生产装置约150套，单套规模在20万吨/年的仅有一套。10万吨/年级以上规模的12套左右；5万吨/年以上合计近30套。其余小甲醇装置多以煤头联醇为主。下表为国内甲醇较大企业的基本情况。目前国内主要甲醇生产企业一览表表2-2-3序号生产企业生产能力（万吨）投产日期原料工艺路线1青海格尔木炼油厂1099.6天然气低压法2中石油吐哈油田甲醇厂8扩建2400.10天然气3榆林天然气化工厂22（6+16）94.5(03.7)天然气低压法4中石化四川维尼纶厂23（10+13）79.12乙炔尾气低压法5四川西北气矿甲醇厂1099天然气低压法6湖南大乘资氮集团公司692煤联醇7湖南湘氮实业公司77、887.2联醇8中原化工股份有限公司892.10煤联醇9德州恒生化工公司794.10煤联醇10齐鲁石化第二化肥厂1087.6渣油低压法11山东鲁南化肥厂6+1000.7煤低压法12安徽淮北集团公司7.573.10煤联醇13上海焦化有限公司2093煤低压法14上海吴泾化工公司875.11煤联醇15大庆油田甲醇厂10+1091.2天然气中压法16哈尔滨气化厂1493.9焦炉气17太原化工集团公司663煤联醇18长庆油田1002天然气低压法19吉林化学工业公司6重油低压法20大连化学工业公司6天然气低压法21南京化学工业公司5.5重油焦联醇22福建三明化工总厂5重油联醇23湖北中天集团5天然气低压法78、24巨化集团公司3+6煤联醇25中原气化遂平化工厂10天然气低压法26山西原平化学工业集团10煤联醇27安徽吴源化工有限公司6煤联醇28新疆独山子炼油厂3现改制氢天然气低压法提高单套装置的能力，降低甲醇生产成本，进而提高产品竞争力是国内企业考虑的问题。2.2.4国内近年在建生产能力的变化趋势近几年，尤其是2002年以来，甲醇市场比较看好，价格较长时间维持在高价位上。一些企业在新的形势下，为了抢占未来的甲醇市场，我国已有几十家企业向国家及省、市区计委申报了建设甲醇装置，单套装置生产能力均在10万吨/年以上。国内新建设甲醇项目一览表表2-2-4序号建设单位生产规模备注1内蒙古伊化集团总公司20.579、2盘锦化工有限责任公司103兖矿济宁甲醇项目504包头天然气化工基地305湖北省化肥分公司206兖矿煤业榆林能化有限公司607邯郸煤化工总公司8.18山西现代煤产业有限公司209中原化工股份有限公司3010渭河化肥股份有限公司20已开车11神木化工有限责任公司（一、二期）20+40一期已开车，二期在建12新奥集团股份有限公司60在建13宁夏煤化工有限责任公司6014榆林天然气化工厂2015兖矿集团国泰有限公司25已开车16兖矿国际焦化甲醇项目25焦炉气制甲醇，准备开车17兖矿集团国岩有限公司（一、二期）50+5018中海油海南化学有限公司6019重庆化医控股-三菱化工公司8520山西焦化集团有80、限公司12焦炉气制甲醇21内蒙古鄂尔多斯华建能源有限公司4022哈尔滨气化厂2523香港建滔重庆化工有限公司7524惠生（南京）化工有限公司30在建25永城煤电集团有限公司5026新疆克拉玛依石化公司2027上海焦化有限公司4528云南煤化基地17029宁夏丰友4030国阳新能4531河南中原大化集团4032包头神木联合企业3033神华集团煤化公司18034山东久泰集团公司902.2.5国内外甲醇需求现状及预测2.2.5.1国外市场近期、远期需求量预测目前，世界甲醇的消费顺序是：甲醛、甲基叔丁基醚、直接作燃料、溶剂、醋酸、对苯二甲酸二甲酯（MDT）、甲基丙烯酸甲酯及二甲醚等。预测今后数年世界甲81、醇的消费顺序大体不变。在美国，2001年甲醇的消费构成如下表2-2-5和图2-2-1。2001年美国甲醇消费构成表2-2-5消费领域单位消费甲醇量消费构成（%）MTBE万吨/年317.437.28甲醛万吨/年193.522.72醋酸万吨/年100.911.86甲烷氯化物万吨/年54.96.44甲基丙烯酸甲酯（MMA）万吨/年24.22.82甲胺万吨/年212.47对苯二甲酸二甲酯（DMT）万吨/年13.61.60乙二醇甲基醚万吨/年6.10.72其他万吨/年12014.09合计851.5100图2-2-1美国甲醇消耗构成（2001年）2.2.5.2国外甲醇近年的消费情况及未来需求预测如下表所示82、。世界甲醇生产消费情况表（万吨/年）表2-2-6年份生产能力消费量开工率%备注1992240020508619932477215087199425502265891995260023909219962932247084.319973198258781.019983395261079.419993450280080.120003778288976.520013841298377.720023994306479.820054294337885.820104426398390按5%增长预计从世界甲醇的消费结构现状和预测来看，今后甲醇的消费结构与现状基本相似；占居第一位仍为甲醛，约占35%36%；其次83、为MTBE约占27%；再其次为醋酸，约占7%9%。世界甲醇需求量预测亚洲和太平洋地区需求量预测图2-2-2世界甲醇需求预测从总体来讲，目前世界甲醇的供需基本平衡，但不同地区情况各异。根据目前的现状和今后的预测，加拿大、拉丁美洲、东欧、中东、非洲、大洋洲这些国家和地区生产的甲醇供大于求，是世界主要的出口国或地区；而美国、西欧、亚洲这些国家和地区生产的甲醇供不应求，主要依赖进口解决，是主要的进口国或地区。详见表2-2-7：世界甲醇净进口现状及预测（万吨/年）表2-2-7国家和地区1990年1995年1997年1998年2000年2005年2010年美国95133134164222286359加拿大84、-157-159-128-99-88-91-151拉丁美洲-53-160-281-310-408-460-628西欧256294302261324411477东欧-75-79-47-28-64-158-132中东-157-150-93-141-294-463-697非洲-61-61-63-54-61-53-54日本154188206216244306394东亚36128131147229305510大洋洲-38-134-162-156-105-84-77注：东亚不包括日本2.2.5.3国内市场近期、远期需求量预测我国甲醇的目前消费主要用来生产甲醛、燃料甲醇、醋酸、甲胺、MTBE、对苯二甲酸二甲85、酯、硫酸二甲酯等。我国是目前世界上甲醇需求增长最快的地区之一。虽然国内正在筹建的甲醇项目很多，但据专家预测，随着国内甲醇下游产品开发及甲醇掺烧汽油、甲醇制二甲醚等产业的快速发展，国内甲醇市场在近期内仍有缺口。甲醇市场的主要竞争对手是进口货，因此唯有低成本的项目才能在日后的市场竞争中获胜。另外，未来甲醇制烯烃等化工产品将存在着巨大的甲醇消费潜在市场。甲醇消费的总状况与国民经济的总体发展密切相关。2001年我国实际消费甲醇总量为350万吨，主要应用于：甲醇衍生物占69%、燃料占7%、溶剂占5%、医药占6.5%、农药占8.5%、其他占4%。表2-2-8和2-2-9为甲醇衍生物消费甲醇情况。甲醇衍生物86、消费甲醇数量表表2-2-8产品名称消费甲醇数量（万吨/年）增长率%2000年2001年2002年甲醛192199.6207.54.0醋酸8.215.22885.0混合甲胺9.910.912.10.0甲基叔丁基醚（MTBE）99.459.95.0聚乙烯（PVA）2.862.922.982.0对苯二甲酸二甲酯（DMT）2.442.482.522.0甲烷氯化物2.63.2425.0其他衍生物1617.218.37.0甲醇衍生物甲醇消费构成（%）表2-2-9消费领域消费比例（%）消费领域消费比例（%）甲醛72.76对苯二甲酸二甲酯（DMT）0.88醋酸9.82甲烷氯化物1.40混合甲胺4.21其他衍生87、物6.42MTBE3.47合计100聚乙烯醇（PVA）104本可研从甲醇国内近年的生产、进口量与消费量入手，对其进行分析，参见国内甲醇消费量变化情况表预测甲醇的未来需求。九十年代初期，由于国内甲醇产量满足不了国内市场的需要，我国开始大量进甲醇，以平衡国内市场的供需缺口。表2-2-10国内近年甲醇产能、消耗和进出口情况。甲醇产能、产量和表观消费量及净进口量表2-2-10项目产量/kt能力/kt净进口量/kt表观消费量/kt开工率/%自给率/%1986年454554-3.945081.9100.01988年57067641.5611.584.393.21990年64086043.5683.574.88、493.61992年8711060158.81029.882.284.61994年1069.6130079.31148.982.393.11996年1411.92938.6413.91825.848.077.31998年1581.73175.1662.22243.949.870.52000年1986.936001306.13293.055.260.32001年2064.837001511.73576.555.857.72002年252044501799.74319.756.658.32003年300049601437444060.067.62004年430059801200530071.78189、.1从1992-2003年，国内甲醇消费量平均年增长率为13.74%，1998-2004年消费量年均增长率也在19.4%左右。未来几年，国内甲醇消费量年均增长率按10%计（2005），2006-2010年按15%计（保守值），以2004年为基准，国内甲醇未来需求量如下表2-2-11。国内甲醇未来需求量预测（万吨/年）表2-2-11年份2004200520062010消费量550需求量605695.81113.3国内目前有效的甲醇生产能力只有600万吨/年。按70%开工率计算，产量为420万吨/年，则2005年国内甲醇缺口185万吨/年。2006年按目前有效的甲醇生产能力，按70%开工率计算，缺90、口275.8万吨/年，2010年按目前有效的甲醇生产能力（淘汰占目前生产能力约1/3装置规模在1万吨/年以下的甲醇生产装置）仍按目前有效的甲醇生产能力600万吨/年计，按85%开工率甲醇缺口603.3万吨/年。另外，随着汽车行业的飞速发展，待国家燃料汽油掺甲醇的标准颁布后，甲醇作为燃料汽油的添加剂将有井喷式的消费，将占甲醇消费的很大比重。2004年甲醇作为燃料汽油消耗在200万吨左右（有资料报道）。我国2004年汽油消费量约为7000万吨，增长率按8%计，2010年汽油消费量可达10360万吨，若2010年按M10甲醇汽油，50%的普及率，燃料甲醇的需求量将达到500600万吨。在燃料方面，为91、控制城市空气污染，国家已实施汽油无铅化计划，甲醇燃料应用的需求将有较大发展。甲醇是一种易燃液体，燃烧性能良好，辛烷值高，抗爆性能好，被称为新一代燃料。甲醇掺汽油，在国内、外一般向汽油中掺混甲醇515%，提高了汽油的辛烷值，避免了因添加四乙基铅引起对大气的污染。近年国内甲醇汽油燃料的开发进展很快，目前已生产出以甲醇为燃料的汽车，并已解决甲醇汽油掺混的诸多技术问题。2004年6月，四川省发布了M10车用甲醇燃料地方标准（见表2-2-12），随后山西省也发布了M5和M15车用甲醇燃料地方标准（见表2-2-13和2-2-14），这标志着我国甲醇汽油燃料的发展已经进入了一个比较成熟的阶段。四川省M10车92、用甲醇汽油技术要求与试验方法表2-2-12项目质量指标试验方法90号93号95号97号甲醇含量，%（V/V）9.510.5SH/T 0663抗爆性：研究法辛烷值（RON）抗暴指数（RON+MON）/290859388959097GB/T5487GB/T503GB/T5487铅含量a，g/L0.005GB/T8020馏程：10%蒸发温度，50%蒸发温度，90%蒸发温度，终馏点，残馏量%（V/V）651101752052GB/T6536饱和蒸汽压，kPa从3月16日至9月15日从9月16日至3月15日8088GB/T8017实际胶质，mg/100ml5GB/T8019诱导期b，min480GB/T93、256硫含量c，%（m/m）0.08GB/T17040硫醇（需满足下列要求之）：博士试验硫醇硫含量，%（m/m）通过0.001SH/T0174GB/T1792铜片腐蚀（50，3h），级1GB/T5096水溶性酸或碱无GB/T259机械杂质无目测d水分，%（m/m）0.15SH/T0246氧含量e，%（V/V）8.7SH/T0663苯含量e，%（V/V）2.3SH/T0713芳烃含量，%（V/V）36GB/T11132烯烃含量，%（V/V）32GB/T11132低温稳定性（-8，48h）清亮透明，无分层目测f注1：锰含量，其检出限量为不大于0.018g/L，试验方法采用SH/T0711，含锰甲醇94、汽油在存储、运输和取样时应避光。注2：铁不应人为加入，考虑到在炼油过程和运输、储存产品时铁的污染，其检出限量为不大于0.01g/L，试验方法采用SH/T0712。a.本标准规定了铅含量最大限值，但不应人为加铅。b.仲裁试验以GB/T 8018方法测定结果为准。c.仲裁试验以GB/T 380方法测定结果为准。d.将试样注入100ml玻璃量筒中观察，应当透明，没有悬浮和沉降的机械杂质及分层。仲裁试验以GB/T 511方法测定结果为准。e.本标准规定加入了10%（V/V）的工业甲醇，可加入作为助溶剂的高级醇。f.取样品200ml等量注入两只100ml具赛量筒中，将容器垂直放置于已调至-8的低温冰箱中95、，48h后取出观察，样品应清亮透明，没有分层。山西省M5车用甲醇汽油技术要求与试验方法表2-2-13项目质量指标试验方法90号93号甲醇含量，%（V/V）4.85.0抗爆性：研究法辛烷值（RON）抗暴指数（RON+MON）/290859388GB/T5487GB/T503铅含量，g/L0.005GB/T8020馏程：10%蒸发温度，50%蒸发温度，90%蒸发温度，终馏点，残馏量%（V/V）701201902052GB/T6536GB/T503饱和蒸汽压，kPa从4月1日至10月31日从11月1日至3月31日7488GB/T8017实际胶质，mg/100ml5GB/T8019诱导期，min48096、GB/T8018硫含量，%（m/m）0.15GB/T503硫醇（需满足下列要求之）：博士试验硫醇硫含量，%（m/m）通过0.001SH/T0174GB/T1792铜片腐蚀（50，3h），级1GB/T5096水溶性酸或碱无GB/T259机械杂质无目测水分，%（m/m）0.15SH/T0246苯含量e，%（V/V）2.5SH/T0693芳烃含量，%（V/V）38GB/T11132烯烃含量，%（V/V）35GB/T11132低温抗相分离性能（-30，48h）清亮透明，无相分离目测遇水抗相分离性能（加水2%振荡5min）静置48h后，无相分离目测山西省M15车用甲醇汽油技术要求与试验方法表2-2-1497、项目质量指标试验方法90号93号95号甲醇含量，%（V/V）14.015.0抗爆性：研究法辛烷值（RON）抗暴指数（RON+MON）/2908593889590GB/T5487GB/T503GB/T5487铅含量(h/4)，g/L0.005GB/T8020馏程：10%蒸发温度，50%蒸发温度，90%蒸发温度，终馏点，残馏量%（V/V）701101852052GB/T6536饱和蒸汽压，kPa从4月1日至10月31日从11月1日至3月31日8088GB/T8017实际胶质，mg/100ml5GB/T8019诱导期，min480GB/T8018硫含量，%（m/m）0.10GB/T380硫醇（需满足98、下列要求之）：博士试验硫醇硫含量，%（m/m）通过0.001SH/T0174GB/T1792铜片腐蚀（50，3h），级1GB/T5096水溶性酸或碱无GB/T259机械杂质无目测水分，%（m/m）0.15SH/T0246苯含量e，%（V/V）2.5SH/T0693芳烃含量，%（V/V）34GB/T11132烯烃含量，%（V/V）30GB/T11132低温抗相分离性能（-30，48h）清亮透明，无相分离目测遇水抗相分离性能（加水2%振荡5min）静置48h后，无相分离目测2001年，我国甲醇的消费量为357.6万吨，2002年我国甲醇的消费量为431.97万吨，2003年，我国甲醇的消费量为4799、3.7万吨，至2004年，我国甲醇的消费量增长至573.2万吨。从2001年至2004年，短短三年间，我国甲醇的消费量增了215.6万吨，据有关专家分析，我国甲醇消费量迅猛增加、价格上涨的主要原因是甲醇大量用于掺烧汽油，据初步估计，目前国内每年用于掺混在汽油中的甲醇量已超过100万吨。今后数年内，随着越来越多的省份颁布车用甲醇燃料标准，甚至国家车用甲醇燃料标准的颁布，将有越来越多的甲醇用于掺烧汽油或直接作为车用燃料，估计到2010年，我国每年用于掺烧汽油或直接作为车用燃料的甲醇量将达到500600万吨以上，甲醇汽油燃料也将成为我国甲醇主要的消费领域。据预测，2010年我国甲醛等有机化工原料约需100、要甲醇900万吨，醇烃汽油燃料约550万吨，医药工业约需甲醇57万吨，农药需甲醇34万吨，其他方面需求量约为60万吨。综上所述，预计到2010年我国甲醇需求总量将达到1600万吨以上，2010年预计达到或超过美国甲醇生产和消费水平。消费构成如表2-2-15所示。我国2010年甲醇预计消费量及构成表2-2-15序号项目需求量（万吨/年）比例（%）1有机化工原料90054.602甲醇汽油55035.623农药342.204医药573.695其它603.896合计16011002.3目标市场及竞争力分析2.3.1目标市场本项目所建的甲醇装置生产的甲醇产品未来的消费去向主要在三个方面：传统的甲醇消费领101、域，主要用于有机化工产品等生产的原料，预计这方面的需求量增长较平稳；甲醇作为汽油添加剂、车用燃料和未来醇醚燃料二甲醚的生产原料将是未来甲醇的巨大需求用户，目前的发展势头非常看好，其实质是甲醇做油品燃料的替代品；第三个用途是做MTO、MTP的原料，替代石油发展石油化工产业，这是一个新兴的产业领域。本项目拟建30万吨/年甲醇装置的产品目标市场主要定位于山西、中部和华东市场。19962002年表观甲醇消费量年均增长率高达15.6%。2000年我国甲醇产量与消费量的地域分布见表2-3-1。2000年我国甲醇产量与消费量的地域分布表2-3-1地区产量/kt消费量/kt供求平衡/kt进口量/kt构成/%产102、能产量消费量进口量华东564.01432.6-868.6922.737.728.443.570.6华中445.0237.1207.9-14.322.47.20华南12.1388.6-376.5255.92.70.611.819.6华北251.4375.4-124.040.19.712.611.43.1东北186.6368.9-182.387.811.89.411.26.7西北236.795.6141.1-11.311.92.90西南291.1395.2-104.1-12.514.712.00全国1986.93293.4-1306.51306.5100.0100.0100.0100.0华东地区甲103、醇装置能力占全国甲醇总产能的37.7%，居国内首位，产量最大。华东地处沿海，2000年华东地区进口甲醇占全国进口总量的70%以上，而甲醇最大用户甲醛工业又集中在山东、江苏等地，因此华东地区甲醇消费量占全国总产量的43.5%。2003年华东地区甲醇需求量接近2.0Mt，约占全国需求量4.74Mt的42.2%，仅用于甲醛生产就消费甲醇约1.5Mt。华南、华北、东北及西南的甲醇消费量相近，但华南主要靠进口，2003年消费量为550kt。华北地区2003年共消费甲醇650kt，仅次于华东地区，居全国第2。华中地区消费甲醇在400kt以上。东北地区消费甲醇近400kt，但其MTBE耗用甲醇则明显超过其他104、地区。西北地区虽具有天然气和煤的资源优势，生产成本低，但其自身需求量甚少，2003年仅占全国总消费量的1.5%。a）东北市场东北是我国老工业基地，这里工业基础雄厚，利用本项目所产甲醇成本低的优势，可以开辟这个地区的市场。由于东北地区是一个相对富煤的地区，本地区甲醇市场价格较高，生产甲醇有较强竞争力，因此本地区是本项目甲醇主要目标市场。b）中部市场和华北市场华北我国经济发达地区之一，也是国内最大的甲醇消费地区之一。本地区虽然有甲醇生产原料煤（其他两种原料石油和天然气由于价格高，生产甲醇经济上难以过关），但储量少，价格高，生产的甲醇成本高，竞争力相对软弱。目前该地区甲醇消费量约在100万吨/年左右105、，未来几年有可能超过350万吨/年。c）华东市场华东是我国经济发达地区之一，这里工业基础雄厚，产业配套好，经贸活动活跃，是国内最大的甲醇消费地区。目前国内约有280-320万吨/年的甲醇消费在该地区，未来几年甲醇需求量有望达到400万吨/年或以上，该地区的特点是生产甲醇的原料比较缺乏，原料价格高，从区外运送原料距离较远，使得该地区甲醇生产成本高，甲醇价格处于较高水平，对本项目拟建的甲醇装置生产的产品有特别的吸引力。2.3.2市场竞争力分析本项目拟建甲醇装置是以焦炉气为原料，有原料价格优势，本项目甲醇出厂价1800元/吨，价格优势明显。现就同主要的东部市场地区与当地甲醇装置的优缺点比较如下表2-106、3-2。与华东地区装置（当地市场）竞争力比较表表2-3-2项目本项目（山西）华东地区优点缺点优点缺点原料供应和种类可靠、便宜煤，运距远原料价格低高产量成本低高甲醇产品运输距离远近运输费高低产品+原料运输距离量小大综合效益适中适中目标市场和周边市场甲醇装置竞争力比较在目前的价格水平，就本项目甲醇和榆天化甲醇、上海焦化甲醇以及安徽淮化甲醇在华北的市场（以到北京为参照系）、西北市场（以到西安为参照系）、中部市场（以到郑州为参照系）、东部（华东）市场（以到上海为参照系）和东南（以到宁波为参照系），对价格进行比对，到岸价在此特指货物到达目的地的出厂价+运输费用。甲醇价格比较见下表2-3-3。甲醇价格比较107、表（价格竞争力分析）表2-3-3生产厂目标市场出厂价格元/吨市场价格元/吨到岸价格元/吨差价元/吨榆天化华北200022002500215050350西北230026002080220520中部230026002150150450东部245027502300250450东南250028002350150450上海焦化华北2300（原料贵，成本高）220025002450-25050西北230026002550-25050中部230026002500-200-300东部245027502330120420东南250028002400100300安徽淮化华北2100220025002250-502108、50西北230026002350-50250中部230026002200100400东部245027502180270570东南250028002250250550从表2-3-3可以看出，本项目的甲醇生产成本较榆天化、上海焦化、安徽淮化均有明显竞争优势。在东部、东北、中部和华北市场都有优势。因此本项目有一定地理位置优势。2.3.3产品国内外市场销售比例预测，竞争能力和进入国际市场前景由于国内甲醇未来市场缺口大，产品未来市场主要为国内市场，但不排除向周边国家如日本等和其它地区出口的可能性。产品在国内市场是有相当竞争力的，这是因为本装置将是国内目前最大的焦炉气制甲醇装置，装置建在原料煤价格较低的产109、煤区，成本上和质量上占有相当优势。2.3.4产品销售渠道及销售方式通过建立国内外销售网络以及代理商、直接销售和送货上门等多种方式和方法销售。2.4产品价格分析预测2.4.1国内外市场产品价格现状（1）国外市场产品价格现状国际甲醇价格在经受了1996年140-189美元/吨相对比较平稳的价格后，1997年价格大幅上涨，达到226-233美元/吨。2000年以后随着世界原油市场的大幅上扬，甲醇的价格也随之上涨，国际甲醇价格升至160-200美元/吨。2001年和2002年，价格分别维持在150-168美元/吨和140-200美元/吨。2003年，由于受伊拉克战争的影响，价格一度升至230-260美110、元/吨的高价位，当年平均价格约200美元/吨。2004年，由于受国际甲醇市场看好的影响，价格在190-220美元/吨。国际甲醇价格走势表2-4-1年份单位价格变化基本范围2000美元/吨1602002001美元/吨1501682002美元/吨1402002003美元/吨1902602004美元/吨245290（2）国内市场产品价格现状国内甲醇价格主要受国际市场价格的影响，同时也与国内甲醇装置的技术水平和相应经济规模作用的发挥情况有关。1998年、1999年世界甲醇市场竞争激烈，同期世界原油价格较低，从而导致甲醇的价格一直处于较低的水平。2000年以后随着世界原油市场的大幅上扬，甲醇的价格也随之111、上涨，国内市场价格也向上攀升。参见表2-1-8，纠其原因：一是国内需求拉动，二是国际市场甲醇价格变化对国内市场影响巨大，由于我国约有40%的甲醇来源于进口，国内甲醇价格基本以进口甲醇到港价为基准，然后加价30%（含关税、商检费、仓储费、短途运输费、经销商利润等）而定，因此国际市场甲醇价格变化对国内市场影响极大；三是室内装修装饰材料有关国家标准的实施，对甲醇行业的冲击没有想象的那么大。原因是新标准的贯彻执行还要有一个过程，人造板产量增长拉动甲醛在人造板领域的消费量增长10%左右。2003年，国内甲醇平均价格维持在2267-2935元/吨左右。2004年开始涨到27562887元。2006年下半年112、甲醇市场在华东和华南已超过3000元/吨。国内甲醇价格走势单位：（元/吨）表2-4-2平均最高最低2002年1季度1369.71465.01295.02002年2季度1692.22000.01465.02002年3季度1818.01850.01750.02002年4季度1887.91940.01850.02003年1季度2387.52875.01900.02003年2季度2831.53138.02525.02003年3季度2470.02663.02277.02003年4季度2648.52930.02367.02004年1季度2831.53013.02650.02004年2季度2815.0297113、0.02660.02004年3季度2656.52800.02513.02004年4季度2743.82925.02562.02005年1季度2625.02900.02350.02006年3季度3200.03500.03150.02002年2005年1季度国内甲醇价格走势图2.4.2甲醇价格的确定甲醇价格受国内产量、进口量、国际价格及国内甲醇原料等诸多因素影响。由于石油能源在国内资源并不丰富，作为消耗能源的甲醇未来价格受生产成本和石油价格影响，随着世界甲醇产量逐年增加，生产技术改进促使生产成本降低，必将使甲醇市场售价下降。因此为了稳妥减少投资风险，甲醇出厂价取1800元/吨（含税）作为项目评价基准114、。2.5主要原材料、燃料、动力价格现状及预测山西xxxxxx化工有限责任公司投资建设本甲醇项目所用原料焦炉气、小粒焦均为xx下属的xx焦化有限公司所提供，其价格由xx集团参照市场价格协调确定，一次水燃料煤动力电等均由市场购入，各种原材料燃料动力价格确定预测如下。2.5.1焦炉气价格焦炉气来自xx焦化公司原定年供量4.24亿标立方米(按365天均累计)，甲醇生产过程中有部分副产燃料气送入焦化公司作燃料以等热值方式替换出部分焦炉气也送到甲醇装置作原料，合计焦炉气外供应量为49000Nm3/h，甲醇年用气量为490008000=3.92亿标立方米/年（333天操作日计算）。焦炉气平均热值14822K115、J/Nm3，为天然气热值的40%。xx集团暂定进厂焦炉气单价0.2元/Nm3，与天然气井口等热售价相近。定此气价对供需双方利益基本平等，在较长一段时期内是可行的。2.5.2一次新鲜水价本项目用水采用在厂址南侧双池河沿岸郭庄泉社给径流区自打深水井，年用水量414.4万吨。根据xx县税务局灵水字200620号批文同意xxxx化工公司打井取该地区岩溶地下水，收取水资源费0.5元/m3，以此为评估水价，取水用电及建设费用折旧统一计入工厂财务取费，计入甲醇成本。2.5.3电价本项目拟从2009年造成投产的xx变电站新建110kV出线作为主供电源，现运行的xx焦化公司供电系统建一联络母线作为紧急电源.根据116、xx供电支公司200613号文件外供工业电价为0.388元/度。2.5.4锅炉用动力煤xx山西xx规划中的洗煤厂洗煤副产的xx、矸石和泥煤，预计可达80万吨/年。本项目拟建85t/h循环流化床中压锅炉三台（二开一备），年用煤量29.84万吨（折热值15000KJ/kg可燃煤），当地市场价为50元/吨左右，供本项目进厂价初定按100元/吨作为项目评估价，在10年内预计都不会突破此价格。取燃料煤价100元/吨为项目评估价是稳妥合理的。3产品方案及生产规模3.1产品方案本工程以焦炉气为原料和利用小粒煤富氧造气补碳，生产精甲醇产品。3.2生产规模精甲醇公称能力：30万吨/年小时产甲醇：37.74t/h117、日产甲醇：905.76t/d3.3年操作日年操作日333天按8000小时/年设计3.4产品的质量指标根据甲醇产品的国内外各行业需要，精甲醇将使用两个标准控制，即中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB-338-2004）和美国联邦标准（O-M-232K-98）“AA”级和A级。（1）中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB-338-2004）如表3-4-1。中华人民共和国国家标准工业甲醇（GB-338-2004）表3-4-1序号项目指标优等品一等品合格品1色度/HaZen单位（铂-钴色号）5102密度（20），g/cm33沸程（101.3KPa，）6465.5范围内4包括64.60.1/0.81.01118、.55高锰酸钾试验/min5030206水混溶性试验通过试验(1+3)通过试验(1+3)7水分质量分数/%0.100.158酸度质量分数（以HCOOH计）/%0.00150.00300.00509或碱度质量分数（以NH3计）/%0.00020.00080.001510羰基化合物质量分数（以CH2O计）/%0.0020.0050.01011蒸发残渣质量分数%0.0010.0030.00512硫酸洗涤试验/HaZen单位(铂-钴色号)5013乙酸质量分数/%供需双方协商（2）美国工业甲醇A级和AA级标准（O-M-232K-98）如表3-4-2美国工业甲醇A级和AA级标准(O-M-232K-98)表119、3-4-2序号指标名称指标A级AA级1乙醇/PPm(w)102丙酮/PPm(w)30203游离酸（Hac计）/PPm(w)30304外观无色透明，无悬浮物，无沉淀物无色透明，无悬浮物，无沉淀物5可炭化物(浓硫酸洗)颜色(铂-钴色号)NO.30NO.306色度/(铂-钴色号)不暗于ASTM的铂-钴标度5不暗于ASTM的铂-钴标度57馏程（760mmHg，64.60.1）/118比重d2020/g/cm30.79280.79289不挥发物/mg/100ml101010气味醇类特征，无其它气味醇类特征，无其它气味11高锰酸钾试验30分钟内褪色30分钟内褪色12水质量分数/%褪色0.150.1全厂工艺120、流程图及物料平衡表第二篇xx化工公司30万吨/年焦炉煤气制甲醇工程工艺和控制4工艺技术方案4.1概述4.1.1装置组成和任务本项目是利用xx煤焦控股有限责任公司xx焦化公司（山西省xx）现有的200万吨焦炭装置生产的剩余焦炉气配套（富氧造气补碳）建设的甲醇项目，公称能力为30万吨/年的甲醇装置。装置的设计其内容包括：空分、造气、压缩、转化、脱硫、压缩、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区及相应配套的公用工程。4.1.2工艺技术方案焦炉原料气压缩采用蒸汽透平驱动的离心式压缩机，造气来的水煤气采用电驱动的往复式压缩机出口压力为26.5MPa(A)，压缩后的原料焦炉气经非催化部分氧化转化制合成气，转化后的合121、成气经热回收、水冷、分离送入湿法NHD脱硫，脱硫后净化气压缩后经氧化锌干法精脱硫最后5.0Mpa低压甲醇合成、粗甲醇经三塔精馏生产30万吨/年甲醇。新建空分装置提供转化和富氧气化造气用氧气及装置用氮气。4.1.3总体设想（1）用国内外已有成熟生产经验的非催化部分氧化制合成气，降低能耗，降低生产成本。（2）用国内外已有成熟生产经验的富氧气化造气，利用本集团公司所属xx焦化公司的小粒焦，价格便宜、运输近便、供应有保证。（3）脱硫采用NHD脱硫，干法精脱硫最后把关，最终总硫小于0.1ppm。（4）甲醇合成采用等温管式反应器，5.0MPa低压合成新工艺节能省投资。（5）甲醇精馏采用目前最新技术的双效节122、能、操作稳定的三塔流程工艺。（6）新上20000Nm3/h制氧装置，选用国内新型全低压单系列，分子筛净化节能工艺，空压机选用离心式压缩机。（7）新上85t/h、10.0MPA的燃煤锅炉三台，为焦炉气压缩机、空分压缩机和合成气压缩机提供动力蒸汽，并向xx焦化公司提供低压蒸汽外，利用高压蒸汽压差发电满足本装置全部的电力。（8）生产装置控制全部集中在中央控制室由DCS自动优化调节，以最少原材料、动力投入，获得最大产出。4.1.4甲醇生产消耗定额甲醇消耗定额和能耗见表8-1-1。4.2空分装置选用一套20000Nm3/h制氧装置：其中氧气11600Nm3/h，3.5MPG供转化用，4673Nm3/h，123、0.05MPG纯氧气供焦炭富氧造气用，同时生产10000Nm3/h，0.45MPa(G)的氮气作为焦炉用氮和全厂公用氮气，并提供全厂正常生产时所需的仪表空气及工厂用空气等。全厂氧气、氮气需用量及纯度本工程需要空分装置供应氧气作为转化和富氧造气用气，氮气作为焦炉用气，以及全厂的安全置换用氮，现将全厂用气列表说明。表4-2-1项目用户名称气体名称压力MPa(G)气量m3(标)/h气体纯度%备注平均最大转化氧3.5116001276099.6连续造气氧0.054673514099.6连续外供纯氧产品液态氧低压10吨/天99.6全厂用氮氮气0.4580002000099.99连续/开工时最大量纯氮产品124、气/液氮低压或高压20吨/天99.99全厂仪表空气干燥空气0.612001500-40压力露点连续纯氩产品气态15.010099.999连续4.2.2空分设备的选型及主要参数转化需要氧气纯度99.6%，氧气量11600m3(标)/h，考虑到操作变化氧气最大用量12760m3（标）/h，富氧造气需要纯氧4673m3(标)/h，最大5140m3(标)/h，合计最大用量为17900m3(标)/h，故选用：20000m3(标)/h空分设备生产能力如下：氧气：20000 m3（标）/h99.6%O2氮气：10000 m3（标）/h99.99%N2液氩：100 m3（标）/h99.999%a）运转周期（两125、次大加温间隔期）二年以上。b）加温解冻时间36小时。c）起动时间（从膨胀机启动开始到氧气达到纯度指标）36小时。（1）膨胀机a）增压透平膨胀机组由主机和供油系统两个撬装块组成。b）膨胀机和增压机采用NREC设计软件进行设计和分析，使其效率达到最佳设计值，气动性能和流场分布更加合理。c）轴承采用径向推力联合轴承，并采用五轴数控铣床加工保证其结构和性能要求，轴承不再进行人工修刮，可直接安装和使用，充分保证机器运转的可靠性和稳定性。d）供油系统充分考虑了机组运行的稳定性和可靠性，为了保证机组的稳定运转和稳定的进油温度，采用了温度控制阀进行自动控制。e）整套机组具有结构紧凑、布置合理、效率高、运转稳定126、可靠、安装和维修方便的特点（转子、轴承、叶轮总成可从端口直接取出）。（2）分馏塔a）下塔结构采用了对流式筛板塔，具有有效流通面积大，精馏效果好的特点。b）上塔采用填料塔结构，具有阻力小，空压机排压低，节能。c）主换热器采用了大截面真空钎焊的铝制板翅式换热器。d）主冷板式蒸发侧翅片采用大节距翅片，拼缝及边缘留有适当间隙，以防止碳氢化合物在此处的凝聚，以保证主冷的安全。e）冷箱上所采用的各类冷阀，均采用铝焊接结构，从而减少了外漏的可能。f）塔内管道的布置采用自补偿形式，对管道进行应力分析。g）设计时考虑了液体回灌分馏塔以缩短启动时间措施。h）塔内主要阀门设有单独冷箱，便于阀门检修。i）仪表管线及127、低温电缆采取有效措施，避免意外损伤。j）蒸汽喷射器能力大，缩短排液时间。k）冷箱设计结构紧凑，同时充分考虑了检修空间。注：上下塔的组合对接由安装单位现场完成。（3）空气压缩机空气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由汽轮机驱动。该压缩机具有等温效率高，可靠性高，转子稳定性好，可操作范围宽，制造方便，成本低等优点。空气压缩机打气量107000标立方米/小时(干气)，吸入压力0.089MPa(A)，排出压力0.63MPa(A)，轴功率13400千瓦，蒸汽透平耗汽量63t/h。工艺流程特点新空分装置选用先进的全低压分子筛常温吸附、带增压透平膨胀机及规整填料的精128、馏塔。此种流程具有氧、氮提取率高，能耗低，塔的调节范围广，操作方便，安全等特点。4.2.4空分装置工艺流程简述（详见流程图T06349-EC03-PS-0102）空分装置组成：生产装置由空气的过滤和压缩、预冷和前端净化、冷量制取和空气精馏等工序组成。生产辅助设施包括生产办公室、主控制室、机器控制室、电气室、变压器室、钳工室、分析间等。4.2.4.1压缩、预冷和纯化系统从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.6MPa(A)进入空气压缩机后冷器，经循环水冷却后进入空气预冷系统中的空冷塔，在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔冷却过的低温水冷却129、，空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置，以防止工艺空气中游离水份带出。出空气预冷系统的工艺空气进入用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的空气纯化系统，纯化系统中的吸附器由两台卧式容器组成；两台吸附容器采用内绝热双层床结构，当一台运行时，另一台则由来自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热后进行再生。4.2.4.2分馏塔系统出空气纯化系统的洁净工艺空气部分进入冷箱内的主换热器，被返流出来的气体冷却并进入下塔底部，另一部分进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后，进入主换热器，冷却到一定温度进入膨胀机，膨胀制冷后进入上塔中部进行精馏，在上塔底部得到纯的液氧经液氧泵加压至约3.6MPa(G)经主换130、热器复热后送去用户。在下塔的顶部得到0.45MPa(G)纯氮气经主换热器复热送去用户。4.2.4.3氩的提纯氩的提取采用全精馏制氩的最新技术，为了制取氩，从分馏塔上塔下部的适当位置引出一股氩馏份气送入粗氩塔进行精馏，使氧的含量降低；粗氩塔的回流液体是由粗氩塔底部引出经液体泵输送来的液态粗氩。从粗氩塔顶部引出的气体进入粗氩塔并在其中进行深度氩氧分离，经过粗氩塔的精馏，在粗氩塔的顶部得到含氧量2PPm的粗氩气，粗氩塔的顶部装有冷凝蒸发器，以过冷器后引出的液空经节流后送入其中作为冷源，绝大部分的粗氩气经冷凝蒸发器冷凝后作为粗氩塔的回流液。其余部分由粗氩塔顶部引出（含氧量2PPm的粗氩）送入精氩塔，精131、氩塔的底部装有一台蒸发器，以下塔底部引出的中压氮气作热源使液氩蒸发，同时氮气被液化。在精氩塔的顶部装有冷凝器，以精氩蒸发器引出的液氮作为冷源，使绝大部分上升气体冷凝作为精氩塔的回流液，经过精氩塔的精馏，在精氩塔底部得到的99.999%Ar精液氩，引出冷箱作为产品液氩（100Nm3/h产量）。4.2.5空分装置主要消耗指标（1）原材料消耗表4-2-2序号名称单位小时消耗年总耗备注一原材料空气Nm31070007.7108氧回收率达90%（2）动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量表4-2-3序号名称单位小时消耗年总耗备注1MP蒸汽（3.5MPaG，430）t63.05040002LP蒸汽（0.8132、MPaG，饱和）t2.6208003循环水（t=10）m3645051560004电kWh26218864005仪表空气Nm33002400000（3）吸附剂消耗表4-2-4序号名称单位小时消耗年总耗备注1分子筛吸附剂kg1.713600次/68年4.2.6三废排放量三废排放量及有害物质含量表4-2-5序号排放物名称排放点排放物性状排放情况排放量/t组成及含量处理意见备注1废分子筛分子筛吸附器固68年/次85t/次分子筛/Al2O3送厂回收或者直接填埋2污氮水冷塔气连续46000Nm3/h99%氮气放空直接排入大气，无有害物3污氮放空消音器气间断22500Nm3/h99%氮气放空直接排入大气，133、无有害物4密封氮冷箱气连续100 Nm3/h99%氮气放空直接排入大气，无有害物4.3造气补碳系统4.3.1补碳作用众所周知甲醇合成的反应式如下：CO+2H2=CH3OHCO2+2H2=CH3OH+H2OH2与CO+CO2之比最佳比值为：（H2-CO2）/（CO+CO2）=2.02.5由于焦炉气经转化生产的合成气氢气过剩，就本项目而言，转化气的组成（H2-CO2）/(CO2+CO)比值为2.44，比最佳的氢碳比2.02.05高20%以上。氢气含量过高，大约多余17%的氢气，约计8000Nm3/h，为了更好利用这部分氢气多产甲醇，需要向合成气中补碳（CO、CO2）。在天然气或焦炉气生产甲醇的工艺134、中，合成气氢气过剩。补碳是解决氢气过剩增加甲醇产量的有效方法。目前有两种较为常用的补碳方法，一是外购液体CO2直接气化混合补入合成气中，达到理想H/COCO2比值。或是采用BV法回收加热炉烟气中CO2补入焦炉气方案；二是利用增加造气装置生产水煤气含（CO+CO2）高，补入转化气中调整氢碳比1.952.05，从而获得最佳H/C比。无论通过何种方法，将焦炉气转化制成的合成气通过补入CO或CO2或是CO、CO2、H2混合组成的水煤气，使H./C比达到甲醇合成的最佳比值，达到有效利用原料H2气，多生产甲醇就是补碳的目的。4.3.2补碳气源方案选择向焦炉气转化制备的合成气中补碳气的选择和生产制备方法多种135、多样，可供选择的方法如下：（1）外购纯CO2作补碳气源目前国内外甲醇生产企业，如果临近地区有生产廉价、产量大、供应稳定的CO2气源，如CO2天然气井、化工厂副产的纯CO2、专门的气体产品公司出产CO2产品。CO2补入系统一般是先经过净化脱硫，再压缩至合成压力补入合成气中直接进行甲醇合成。此方法消耗H2比CO合成甲醇多消耗50%的H2气，而且来源少价格高，甲醇厂用此法较少。（2）BV法回收烟气CO2作补碳气源BV法（K2CO3+BV水溶液）是常压吸收烟道气中CO2，经热再生回收高浓度CO2（98.5%），补入低压原料焦炉气中。此法单纯回收CO2，对甲醇增产幅度较小，相对投资和能耗较高，适用于天然136、气为原料没有方便易得煤焦原料的情况。（3）常压煤气化制水煤气作补碳气源以煤或焦碳为原料生产水煤气，气体成分H2CO+CO2约为95%以上，CO2：315%，H2：3840%，CO：3843%，水煤气H2-CO2/CO+CO0.550.65，配入30%水煤气，即可达最佳H/C比，2:1的比值。以此计算49000Nm3/h焦炉气补入20000Nm3/h即能达到理想的合成气组成。常压法制水煤气的方法如下：1）常压固定层间歇法制水煤气，可利用xx焦化公司生产的小颗焦（825mm）为原料进行气化制水煤气，或山西富产的晋城无烟煤。2）常压固定层纯氧蒸汽连续气化工艺制水煤气，原料同上，气化过程无吹风气放空，137、节省原料，无放空气对大气污染。3）常压粉煤流化床纯氧蒸汽连续气化工艺制水煤气，此法可以使用劣质烟煤、褐煤，以010mm碎粉煤为原料，原料价低，生产水煤气经济效益好。（4）加压煤气化制水煤气作补碳气源现今采用加压纯氧煤气化工艺的主要方法有鲁奇碎煤移动床加压气化工艺、德士古（GE）水煤浆加压气化工艺、GSP和Shell干煤粉加压气化工艺，以及中国上海理工大学开发的多喷咀水煤浆加压气化工艺。上述几种方法生产的水煤气COH2达8593%，H2/CO比0.550.80。此种气体作补碳气，配入量大约为3035%。加压煤气化对煤要求较低，可用次质烟煤、褐煤。由于加压气化单炉制气能力大，生产强度高，设备数量少138、，生产的水煤气自身已有压力，省去煤气压缩机，节省能耗。但因为加压煤气化设备要求高，控制系统复杂，因此投资较高。4.3.3本项目补碳工艺方案的选定通过以上四大类型补碳气源和制气工艺的简述可以知道，因不同的外部条件而选择不同的补碳气源方案。本项目原料焦炉气量49000Nm3/h，需补碳气约1000020000Nm3/h。对于这样规模的煤气化装置不适选用加压煤气化工艺，原因一是规模太小，投资太高；二是当地有富产小粒焦或常压粉煤气化的原料煤。因此本补碳工艺暂选定以小粒焦碳为原料，纯氧蒸汽固定床连续气化工艺。如果将来焦碳市场价高，也可采用价格低、来源方便的焦化洗煤场副产的洗xx或当地产的廉价的烟、褐煤为139、原料，气化工艺采用流化床煤气化技术如恩德炉气化工艺或灰熔聚气化工艺。选定固定层纯氧蒸汽常压连续制水煤气补碳工艺的优点如下：（1）工艺流程简单，操作方便，常压设备造价低。采用纯氧连续气化技术水平比间歇气化大大提高。（2）纯氧蒸汽连续气化强度大，制气能力强。在煤气发生炉相同规格的条件下，纯氧连续气化单炉小时产气量约为间歇气化方式两倍。同等生产规模条件下，采用纯氧连续气化方式可减少煤气发生炉的台数，相应可减少占地面积及建设投资。（3）纯氧连续气化方式在节能降耗，能耗量比间歇法节省1014%。降低生产成本，减少维修工作量，改善操作环境等方面均优于间歇法制半水煤气及水煤气两种方式。并且，纯氧连续制气可杜140、绝间歇气化吹风气放空造成对大气的污染，有利于环境保护。（4）能利用较小粒度的原料焦。间歇气化焦炭粒度范围一般在2575mm，而纯氧连续气化焦炭粒度范围可扩大到875mm，可提高焦炭的利用率，降低原料成本，本项目补碳造气工段采用焦化厂的筛分825mm小粒焦，价低原料易得。（5）采用纯氧连续气化需要氧气设置制氧装置与焦炉气部分氧化转化共用。（6）气柜与电除尘工段的主要任务是气化存储及除尘。气柜选用5000m3，主要起缓冲作用；除尘选用泡沫除尘器预除尘，然后用高效的湿式电除尘器除尘。由于本项目采用非催化部分氧化转化，无加热炉烟气可以回收CO2。另一关键条件是炼焦厂生产的小粒焦市场售价较低，在此处用来141、生产水煤气经济、方便、十分理想。故新建一套固定床层常压/纯氧/蒸汽造气炉生产水煤气，既补碳又补进一些氢气，使合成气达到理想的氢碳比，转化气中多余的氢得到利用，增加甲醇的产量。造气工段的主要任务是以小粒焦炭为原料，纯氧和水蒸汽作为气化剂，制备含H2+CO+CO2达95%（干基）的水煤气，其中CO+CO2达53%以上。先将水煤气热量回收副产蒸汽，再经洗涤除尘加压直接与转化气混合一起去脱硫工序。4.3.4补碳的位置造气炉生产的水煤气，可以混到原料焦炉气中一起进转化炉，但是这样增加了转化炉的负荷，同时增加了转化的氧耗。故本项目纯氧造气炉生产的水煤气经压缩提压与转化气混合直接进NHD脱硫净化，工艺简化、142、能耗小、投资省。4.3.5甲醇合成补碳与不补碳方案技术经济比较（1）本项目焦炉气制甲醇，如不补碳工艺制取的合成气氢多碳少，（H2-CO2）/（COCO2）2.45，而最佳合成气组成应为（H2-CO2）/（COCO2）2.02.05。由此可见，如果不采用补碳工艺（另加入一定量COCO2）则多余H2气为8722Nm3/h，相当6.23吨甲醇的用H2量。由此可知，每年多余的H2补入比例的CO能多生产4.98万吨甲醇，如补入比例的CO2能多生产3.32万吨甲醇。因此世界各国凡是用天然气、焦碳气、乙炔尾气等为原料生产甲醇的装置都采用各种方法，建立CO、CO2气源，采取补碳工艺技术增加甲醇产量，降低甲醇成143、本。（2）现将以焦炉气为原料通过催化或非催化转化工艺、5.0MPa低压甲醇合成装置，采用补碳与不补碳两种不同工艺方案的技术经济比较如下表4-3-1。补碳与不补碳工艺方案技术经济比较4-3-1序号项目名称单位不补碳工艺补碳工艺备注一方案概况1、焦炉气用量49000Nm3/h，采用非催化转化工艺，不补碳。甲醇产量24.5t/h。2、空分15000Nm3/h制O2一套。3、焦炉气压缩机、空压机和合成气压缩机采用离心压缩机+透平机组。4、两台85t/h9.8MPa高压蒸汽锅炉，配10MW抽背发电机组。5、配套水、电、公用工程和全部工程施工。1、焦炉气量同左。非催化转化+焦碳制气补碳工艺。甲醇产量37.144、74t/h。2、空分20000Nm3/h制O2一套。3、焦炉气压缩机、空压机和合成气压缩机采用离心压缩机+透平机组。4、三台85t/h9.8MPa高压蒸汽锅炉，配15MW抽背发电机组。5、配套水、电、公用工程和全部工程施工。补碳工艺甲醇年产30.2万吨；不补碳工艺甲醇年产19.6万吨；年操作时间8000小时消耗指标（每吨甲醇）吨甲醇费用（元/t）消耗指标（每吨甲醇）吨甲醇费用（元/t）二原材料消耗及费用1原料焦kg265.4132.746焦碳价：500元/t气价：0.2元/Nm32焦炉气Nm3/h2000400.01298.4259.743分子筛和催化剂kg0.3014.7820.2049.7145、244NHD化学品及润滑油kg0.968.2160.625.3355石灰石t0.094.3960.062.9226水处理剂kg0.21.150.120.75费用小计428.544410.467三燃料及公用工消耗和费用1一次水t16.37.68913.96.476水价0.5元/t自发外焦电价：0.28元/kWh燃煤价：100元/t2电耗（扣除自发电）kWh自发自用0自发自用03燃料煤t1.121120.9999.39费用小计119.689105.866四副产品回收10.8Mpa低压蒸汽t1.64-87.081.06-56.292蒸汽价：60元/t二次水价：0.5元/t回收燃气价：0.1元/Nm3146、2二次水回用t3.2-1.5093.18-1.503燃料气Nm3320-32.0060.62-6.0614液氧Nm315.9-6.7965液氮Nm329.2-9.9676液氩Nm32.7-5.663费用小计-120.426-86.28五投资费用1建设投资万元59336.3685002.182生产装置投资万元3210039796.53公用工程投资万元1840026440.054其他费用万元4709.646660.095总投资万元64046.0091683.866总投资强度元/tM年3267.653035.89六工资及福利费用30341.32730330.115七制造费用1折旧费元/tM183.0147、63172.3282修理费元/tM68.75264.7633其他元/tM39.02036.756小计元/tM290.835273.847八甲醇制造成本元/tM759.969743.75九甲醇年销售收入万元/年32520.1948387.32自建设之日起十甲醇年销售利润万元/年12440.6119566.27十一贷款偿还期年10.010.0十二税后利润万元/年9100.4714340.56十三投资回收期（税前）年5.815.57十四财务内部收益率（税前）%23.2024.83十五资金内部收益率%32.1835.46十六盈亏平衡点%45.9442.58（3）补碳方案比较结论（A）消耗同样多的焦炉气148、，生产甲醇产量不同。补纯CO2增产甲醇16.6%，补纯CO增产甲醇31.15%，计COH2CO2水煤气达到理论配比，增产甲醇50%，而对于甲醇合成塔和循环机设备尺寸和技术参数基本不用大的改变。（B）本补碳方案甲醇能力增加50%，投资比不补碳增加43%，补碳方案投资强度3035.17元/吨甲醇，不补碳方案为3267.65元/吨甲醇。由此可见上补碳装置投资少，产量大，效益高，是十分有利的。（C）从甲醇生产成本上看补碳工艺比不补碳工艺甲每吨甲醇成本下降24.144元。（D）补碳方案增加投资2.76亿元，同时增加甲醇产量10万吨/年。不补碳方案投资回收期5.53年（含2年建设期），比不补碳方案短0.2149、8年。可见补碳方案虽然增加2.7亿元投资，但产量和效益都比不补碳提高幅度更大。由此可见补碳方案是有利的。4.3.6补碳造气的技术方案选择目前世界上以煤焦为原料生产甲醇、合成氨或氢气，较先进并工业化的气化方法有德士古水煤浆加压气化技术、鲁奇移动床加压气化技术、华东理工大学新的加压气化技术、GSP和壳牌干粉加压气化技术和恩德粉煤气化技术。另外国内普遍采用的块煤焦炭、无烟煤固定层间歇气化、固定层富氧连续气化技术，根据不同原料煤种和投资规模而选择最合适的气化工艺。（1）鲁奇固定层加压气化技术鲁奇固定层加压气化法对煤质要求高，只能用小块煤。产品气中甲烷含量较高，三废处理困难。不宜做合成氨的原料气，适宜于150、生产城市煤气。（2）德士古和华东理工大学水煤浆加压气化技术（A）德士古水煤浆加压气化技术是当前世界上发展较快的第二代煤气化方法，其特点是该工艺对煤的适应范围较宽，可利用粉煤，单台气化炉生产能力较大，气化操作温度高，碳转化率可达9698%，煤气质量好，有效气成份（CO+H2）高达80%左右，甲烷含量低，不产生焦油、萘、酚等污染物。炉灰渣可以用做水泥的原料和建筑材料。三废处理简单，易于达到环境保护的要求。生产控制水平高，易于实现过程自动化及计算机控制。德士古水煤浆加压气化技术是成熟可靠的，已成功地用于大型气化装置。鲁南化肥厂和上海焦化总厂三联供、渭河化肥厂、浩良河化肥厂、金陵石化大化肥厂等许多国内151、项目，并均以顺利投产。（B）近年来我国上海华东理工大学煤化工研究所和中国煤化工程研究中心成功开发出多喷嘴水煤浆、干粉煤加压气化技术，可用于湿法和干煤粉进料，已在日投煤1000吨大型化气化炉工业装置投入运行，各项性能指标优于其它技术。（3）GSP和壳牌干煤粉加压气化技术（荷兰Shell，SCGP气化技术）（A）壳牌气化工艺是荷兰Shell公司开发的新型加压气化技术，对煤种适应性较广，褐煤、烟煤、无烟煤均可使用，对煤的灰分、硫分和氧含量，对煤的粒度、粘结性、结焦性及活性等均不敏感。气化炉采用气流输送进料，炉体采用水冷壁结构不用耐火砖，使运行寿命增长，维修工作量减少。它的缺点是投资太高，不适宜生产合152、成气，较适合于配套IGCC联合循环发电。（B）GSP气化技术是德国未来能源公司研究开发的一种新型干煤粉气化技术，它与壳牌工艺适应的煤种相同，技术性能指标也一致，不同点是它采用一支喷嘴，在炉内是向下燃烧式带水冷激型的气化技术，更适宜生产合成气。（4）恩德粉煤气化技术恩德粉煤气化技术是以温克勒炉为基础，经过几次革新改造发展起来的。恩德粉煤气化炉与传统温克勒炉相比作了三项重大改进：一是炉底部改成一定形状的锥体，取消了原有的炉蓖，代之以布风喷嘴；二是在发生炉出口增加了旋风除尘返料装置；三是改变废热锅炉位置，减轻磨损。恩德炉可以使用高灰份的劣质粉煤，使煤源得到很大拓展，资源得到充分合理利用，同时由于褐煤153、价格比较低，运输半径小，运费降低，使煤气制造成本显著下降。恩德炉在朝鲜恩德联合企业，生产合成氨、甲醇用合成气，已运行了30多年，我国景德镇煤气厂的空气煤气装置已投入运行。长山化肥厂、黑龙江化工总厂等于2003年均建设2台40000m3/h的恩德炉，目前运行良好。（5）固定层富氧（或纯氧）连续气化技术固定层富氧连续气化技术是在固定层间歇气化技术上改进开发的，该技术采用含氧100%的富氧，与蒸汽混合后入炉连续气化。60年代，以焦炭为原料的富氧气化技术在吉化、淮南等厂开发成功，90年代，部分企业掌握了无烟煤富氧连续气化技术。固定层富氧连续气化技术实现了连续操作，消除了吹风气污染、单炉生产能力可提高一154、倍。该技术不仅需要氧气，还需使用无烟块煤（小块）或焦炭，原料仍有局限性。本工程采用xx焦化公司提供的小颗粒焦，来源可靠稳定，价格便宜，故选用纯氧连续气化。4.3.7补碳工艺技术的确定通过以上的比较，可以看出壳牌气化的技术最先进、能耗最低，但投资也最大；德士古水煤浆加压气化技术较先进，但过程复杂、投资较大；纯氧连续气化技术成熟可靠、投资省。因此，本工程仍然采用纯氧连续气化工艺。造气采用纯氧连续气化技术，与间歇气化制半水煤气及水煤气方式相比较，纯氧连续气化流程具有如下特点：（1）工艺流程简单，操作简便。纯氧连续气化流程可以省去间歇气化流程中的燃烧室（以分离器代之）；并且，由于实现连续制气，间歇气化155、流程中的气柜也可考虑省去。纯氧连续气化操作过程仅相当于间歇气化的上吹阶段。相应地，微机液压自控系统可以得到简化。（2）气化强度大，制气能力强。在煤气发生炉相同规格的条件下，纯氧连续气化单炉小时产气量约为间歇气化方式的两倍。同等生产规模条件下，采用纯氧连续气化方式可减少煤气发生炉的台数，相应可减少占地面积及建设投资。（3）纯氧连续气化方式在节能降耗，能耗量比间歇法节省1014%。降低生产成本，减少维修工作量，改善操作环境等方面均优于间歇法制半水煤气及水煤气两种方式。并且，纯氧连续制气可杜绝间歇气化吹风气放空造成对大气的污染，有利于环境保护。（4）能利用较小粒度的原料焦。间歇气化焦炭粒度范围一般在156、2575mm，而纯氧连续气化焦炭粒度范围可扩大到875mm，可提高焦炭的利用率，降低原料成本，本项目补碳造气工段采用焦化厂的筛分825mm小粒焦，价低原料易得。（5）采用纯氧连续气化需要氧气设置制氧装置与焦炉气部分氧化转化共用。（6）气柜与电除尘工段的主要任务是气体存储及除尘。气柜选用5000m3，主要起缓冲作用；除尘选用泡沫除尘器预除尘，然后用高效的湿式电除尘器除尘。4.3.8流程简述造气（详见流程图T06349-EC03-PS-08）：来自焦化厂（825mm）的焦炭由汽车送到干焦棚内.再用小车送至焦炭受料斗中。经吊斗直接送至造气厂房焦炭煤仓（V01A，B，C）里，由煤仓经自动加煤机（N01157、A，B，C）间断、定时加入富氧气化炉中，焦炭和纯氧的不完全燃烧产生大量的热量供蒸汽在炽热的碳中分解，制得水煤气。纯氧与过热蒸汽经蒸汽氧气混合器（V09A，B，C）混合后自炉底进入，与碳反应后生成的水煤气从上炉口出来，经分离器（V02A，B，C）除去其中大部分灰尘，进入废热锅炉I（E01A，B，C）、废热锅炉II（E02A，B，C）回收余热后，经洗气箱（V04A，B，C）、洗涤塔（T01）用浊循环水冷却、洗涤，使水煤气温度降至40后送至气柜与电除尘工段。由外管来的锅炉给水（冷凝液）分成两股，其中两股分别进入煤气发生炉水夹套和废热锅炉II（E02A，B，C）的汽包II（V07A，B，C生产低压蒸汽158、），由外管来的锅炉给水送入废热锅炉I（E01A，B，C）的汽包I（V06A，B，C），回收热量，产生0.8MPa(G)蒸汽。夹套锅炉回收富氧气化炉放出的部分热量以产生0.07MPaG的低压蒸汽，与废热锅炉副产的0.07Mpa的低压蒸汽一起去管网供本工段富氧气化炉使用，不足的蒸汽由管网来0.8MPaG蒸汽减压后补充。废热锅炉I回收水煤气的热量后而产生1.0Mpa（G）的蒸汽送0.8Mpa（G）的蒸汽管网。自炉底排出的灰渣由渣车送往锅炉。浊循环水在洗气箱、洗涤塔直接与水煤气接触，水煤气中夹带的来尘和氰化物（CN）大部分被水洗涤下来。浊循环水经沉淀降灰，冷却后循环使用。并从中抽出部分水送去生化塔处理159、以清除水中的氰化物。另配有空气鼓风机（C01）、水封槽（V03A，B，C）、洗涤塔水封（V08）、防爆电动葫芦（L01）等辅助设备。气柜与电除尘流程简述（详见流程图T06349-EC03-PS-09）：来自造气工段的水煤气首先进入气柜前水封（V01）而后进入气柜（V06），气柜的高度靠气量的大小进行调节，而后进入气柜后水封（V02）。为防止气柜前水封，气柜和气柜后水封中的水煤气顺着排净管线进入大气，在排水明沟旁边有两个1000mm深的地坑，插入地坑中的排净管线在水下保证有750mm距离。水煤气出气柜后水封首先进入泡沫除尘器（V03）经过初步除尘后，水煤气中的含尘量为300mg/Nm3，这样水煤160、气再进入湿式电除尘器（N01A，B）进行进一步的除尘，经过湿式电除尘器的水煤气的含尘量约为3mg/Nm3，达到了要求的指标后进缓冲罐。同样为防止水煤气顺着排净管线进入大气，再泡沫除尘器和电除尘器旁边布置一电除尘器水封（V04）。从缓冲罐出来的水煤气经水煤气鼓风机升压至10.0KpaA并经后冷却器降温至40，进入分离器分离掉水后，送至压缩工段，为防止空气鼓风机压缩后水煤气升压过高，设置一稳压装置V10。因电除尘器要求间歇冲洗水的温度为6070，压力为0.30.5Mpa（G），所以配制有冲洗水泵（P01）、冲洗水泵（P02）和一台低压蒸汽与循环水混合用的混合器（V08）来达到此要求。混合器出口设有161、放净水封（V05），防止煤气泄漏到大气。此工段的所有排净循环水均排入排水明沟送到气柜与电除尘浊水处理系统经过处理后循环利用。4.3.9主要设备的选择和计算（1）造气富氧气化炉选用2800mm富氧气化炉（A）炉膛面积F=0.785D2=0.7852.826.1544m2（B）生产强度纯氧连续气化流程单台富氧气化炉气量按10000m3（标）/h计1624.850m3（标）/m2.h.台（C）台数的确定耗水煤气量为20697m3（标）/h。制备20697m3（标）/h水煤气需富氧气化炉台数为：1.7台本工段选用3台2800mm富氧气化炉（两开一备）。4.3.10原材料、动力消耗技术规格及定额（1）原162、料焦技术规格和消耗定额以吨甲醇计（小时甲醇产量37.74）序号名称规格单位消耗定额消耗量备注每小时每年1入炉焦炭固定碳C78.13%825mm低热值HL=7000Kcal/Kgt0.265510.028.016104入炉考虑2.8耗损（2）动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量序号名称规格使用情况单位吨甲醇消耗定额小时消耗量备注正常最大1浊循环水32，0.4 MPaG连续t9.56543615482电380V连续kWh4.38165.4208.3最大值开工时用3低压蒸汽0.07MPaG饱和连续t0.24449.2010.80其中5.8t/h用自产蒸汽4副产蒸汽0.8MPaG饱和连续t-0.25163、97-9.8-10.62副产蒸汽外送5氧气0.05MPaG，常温连续Nm3123.824673.0047004.3.11三废排放量及环保三废排放量及有害物质含量及环保处理详见表4-3-?表4-3-?序号废物名称温度压力Mpa(G)排出点排放量组成及含量处理意见备注单位正常最大1灰渣渣场t/h1.5(干)实物灰渣含SiO2，Cl等含水50%wt回收，送锅炉房作为燃料2废气135常压去烟囱放空t/h11.8V%(干基):H2:42.6，CO:39.9CO2:13.3；Ar+N2:2.99CH4:0.98;H2S:0.14O2:0.20,H2O/干气:0.3高点放空仅开停车时短时排放4.4压缩本工段164、由三部分组成：焦炉气压缩、水煤气压缩及甲醇合成气压缩。焦炉气压缩是将常压下的焦炉气49000Nm3/h压至3.0MPa（A）送至转化；水煤气压缩是将常压下的水煤气20680Nm3/h压至2.8MPa（A）送至NHD脱硫；合成气压缩是将来自NHD的脱硫净化气等102882Nm3/h升压至5.2MPa送入甲醇合成，另外甲醇合成循环气压缩也设置在此合成压缩机一体化。4.4.1压缩机型式的选择原则压缩机的种类很多，按工作原理可区分为两大类：往复式压缩机和离心式压缩机。在往复式压缩机中，气体压力的提高是由于压缩机中气体体积被缩小，使单位体积内气体分子的密度增加而形成压力外高。在离心式压缩机中，气体的压力165、是由高速气体分子在固定元件中使气体分子减速由速度能转化为压力能而升压。各类型压缩机优缺点如下：（1）往复式压缩机优点是出口压力高、效率高、气量调节时排气压力几乎不改变、可靠性好。缺点是机器体积大而且重，单机排气量一般小于500m3/min、多台并联、构造复杂、易损件多、维修工作量较大、需备机。（2）离心式压缩机是旋转式压缩机优点是具有结构紧凑、重量轻、单机能力大、投资省，尺寸和占地面积小、易损件少、操作维修简单、运转率高等优点。缺点是压缩效率较低，排气压力不易过高，单台机造价较高。（3）往复式和离心式压缩机适用范围往复式压缩机宜用于单机中小流量，多台机并联的场合；而离心式压缩机宜用于低、中压力166、，大流量单机组的场合。本工段分为三个压缩机组：焦炉气压缩机组、水煤气压缩机组、合成气压缩机组。根据各类压缩机的适用特点分别采用离心式和往复式压缩机。焦炉气压缩机选单台离心压缩机，蒸汽透平驱动。水煤气压缩机选用2台往复式压缩机，电动机驱动，一开一备。合成气压缩机选用单台离心压缩机，蒸汽透平驱动。4.4.2焦炉气压缩机选型对于本工程的焦炉气压缩机由常压气柜供应，H2、CO、CH4为主要成分，同时气体中含有少量氨、硫化物、焦油及粉尘。要求焦炉气压缩机出口压力为3.0MPa（A）。打气量约49000Nm3/h。为保证装置的安全运行，经方案比选，选用一台离心式压缩机，蒸汽透平驱动较适宜。在气体进口设置电167、捕和焦炭过滤器，过滤掉焦油及粉尘。本工程设计负荷焦炉气最大量为49000Nm3/h，由常压压缩至3.0MPaA。采用离心压缩机，蒸汽透驱动，单台无备机。主要技术参数如下：进气压力0.1005MPa（A）排气压力3.0MPa（A）单台打气量54000 Nm3/h（110%负荷）驱动功率10600kW驱动透平耗蒸汽量（3.8MPa，450）45.5t/h（凝汽式透平）4.4.3水煤气压缩机选型本工程设计碳用水煤气压缩机选用往复式压缩机一开一备，电机驱动。主要技术参数如下：往复式对称平衡压缩机，四段六缸压缩机2台。进气压力0.1005MPa（A）排气压力2.8MPa（A）单台打气量20000 Nm3168、/h计算轴功率3392kW/台驱动电机功率3870kW（电压6000V）4.4.4合成气压缩机及循环机选型由NHD脱硫来的气压力为2.6MPa(A)，甲醇合成需要的压力为5.8MPa(A)，气量大、压差较小。本装置生产能力为30万吨甲醇，国内已有成功的离心式合成气压缩机运行经验。因此本工程选用单台离心式压缩机，用蒸汽透平驱动。合成气-循环气离心式压缩机1台合成气进气压力2.6MPa（A）合成气打气量103000Nm3/h排气压力5.2MPa（A）循环气进气压力5.2MPa（A）循环气进气量505000Nm3/h排气压力5.8MPa（A）计算轴功率4500kW蒸汽透平耗蒸汽量（2.4MPa，32169、0）29.6t/h4.4.5本工程大型压缩机驱动方案的综合比较和结论本项目大型压缩机有空分空压机、焦炉气压缩机、合成气压缩机。三台大型压缩机主要技术参数如下表4-4-1。三台大型压缩机主要技术参数表表4-4-1序号名称技术参数电动方案汽动方案1空分空压机/增压机介质新空气增压空气新空气离心压缩机一台N=9500kW空气离心增压机一台N=3900kW蒸汽透平驱动方案选一台无备用气量107000Nm3/h 58850Nm3/h压力(MPaA)入口0.090出口0.63温度()入口30出口40驱动功率13400kW2焦炉气压缩机介质焦炉气电动方案需选4台（3开1备）单台打气量20000Nm3/hN=170、3532kW蒸汽透平驱动方案选一台无备用单台打气量60000N轴=10600kW耗蒸汽(3.8MPa，400)45.5t/h气量60000Nm3/h(湿)压力(MPaA)入口0.1005出口3.0温度()入口40出口110驱动功率10600kW(总)3合成气压缩机-循环机介质合成气(H2+CO)/循环气电动方案需选合选一台，无备用离心机单台打气量103000Nm3/h、505000Nm3/hN轴=4500kW蒸汽透平驱动方案选一台，无备用离心机单台打气量103000Nm3/h、505000Nm3/hN轴=4500kW耗蒸汽(2.4MPa，320)29.6t/h气量103000/505000(N171、m3/h)压力(MPaA)入口出口合成气2.6 5.3循环气5.2 5.8驱动功率4500kW(总)离心式压缩机-透平机组单台处理能力大，易损件少，运行平稳，可设单台不设备用。但是离心压缩机和蒸汽透平造价较高，在大气量、大功率情况下适用。蒸汽透平消耗动力蒸汽不用电，运行成本低。下面将两种驱动方案的技术经济数据列于表4-4-2。大型压缩机电动和汽动方案技术经济比较表表4-4-2序号名称单位蒸汽驱动方案电驱动方案备注1生产能力（甲醇）万吨/年30302两种方案设备配置条件除所列配置其他不变2.1空压机+增压机台1（离心机+透平）1台离心空压机配电机+1台离心增压机配电机电动方案为两台电动离心压缩机172、，无备机2.2焦炉气压缩机台1（离心机+透平）4台(往复机+电机)（3+1）2.3合成气压缩机台1（离心机+透平）1台(离心机+电机)2.4中压蒸汽锅炉台3台85t/h高压锅炉15000kW发电机组一台1台35t/h中压锅炉5000kW发电机组一台按全厂蒸汽平衡定2.5总变电容量kW2台15000kW变压器5公里供电外线2台30000kW变压器22公里外线3燃料及公用工程消耗*生产用原料焦炉气和焦碳两方案相同3.1燃料煤*t/h33.75.86*蒸汽消耗均由锅炉烧燃料煤产生3.2脱盐水t/h278.2133.73.3一次水t/h5253723.4耗电量度/h14244418743.5自发电量度173、/h1470046003.6需外供电量度/h824437274扣除自发电后4投资费用4.1锅炉房及配套万元980515654.2总降压变电站及外线万元352860534.3空压机+增压机万元36502650*按相似空压机报价估算4.4焦炉气压缩机万元45252760*四台往复机（3开1备）4.5合成压缩机万元271424204.6脱盐水站万元10004904.7循环水系统万元216011204.8合计万元27382170584.9差值万元0-10324汽动方案投资高10324万元5甲醇生产消耗费用（对比部分）甲醇产量按38t/h计5.1燃料煤（100元/t）元/t甲醇10033.7/38=98174、.161005.86/38=15.425.2脱盐水（2.2元/t）元/t甲醇2.2278.2/38=16.112.2133.7/38=7.745.3一次水（0.5元/t）元/t甲醇0.5525/38=6.910.5372/38=4.895.4电（0.4元/度）元/t甲醇00.437274/38=392.35蒸汽驱动方案发电量与耗电相等5.5对比方案消耗费用合计元/t甲醇121.18420.45.6差值元/t甲醇0299.22蒸汽驱动方案消耗低299.22元/tM6消耗费用节省收回一次性多投资年限年1.15汽动方案多投资，1.15年可收回结论1、大型压缩机蒸汽透平驱动方案：空压机、焦炉气压缩、合175、成压缩机均采用单台离心式压缩机和蒸汽透平机组，因用蒸汽作动力需要设置85t/h高压燃煤锅炉三台（二开一备）供蒸汽，设自备电站，15000kW发电机组一台。2、两大压缩机组采用电驱动方案：空压机和焦炉气压缩机采用电机驱动，合成气压缩机仍采用离心压缩机蒸汽透平。因用电驱动压缩机蒸汽用量小仅需设置一台35t/h小的中压蒸汽锅炉。蒸汽平衡设一台发电机组可发电4600kW。由此可使脱盐水站、循环水系统规模减小。此方案投资减少，但生产用电多，消耗费用高。3、由上表4-4-1和表4-4-2数据可知，蒸汽驱动方案比电动方案投资高10324万元，但生产操作消耗费用每吨甲醇降低299.22元。投资贷款年利率6.1176、2%计算。汽动方案高出的投资仅需1.2年即可收回。考虑汽动方案工程投资增加引起的第二、三、四部分投资也会增加，按此计算总投资增加约为12600万元，仅需1.4年即可偿还增加的部分投资4、由上分析结论可明确，如果增加的部分投资能够筹措解决，采用汽动方案是经济可取的，是一个非常好的方案。4.4.6压缩工段工艺流程（1）焦炉气压缩机工艺流程详见T06349-EC03-PS-03（2）水煤气压缩机工艺流程详见T06349-EC03-PS-04（3）合成气压缩机及循环机工艺流程详见T06349-EC03-114.4.7原材料、动力消耗定额（1）动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量序号名称规格使用情况单177、位消耗定额小时消耗量备注正常最大1循环水32，0.4 MPaG连续t144.06543759812电380V连续kWh18.593701.711253电6000V连续kWh102.54438704低压蒸汽0.8MPaG饱和连续t0.0240.95过热蒸汽2.5MPaG，380连续t0.78429.66过热蒸汽3.8MPaG，450连续t1.20645.57冷凝液56，0.4MPaG连续t-1.977-74.6（2）三废排放量三废排放量及有害物质含量序号废物名称温度压力Mpa(G)排出点排放量组成及含量处理意见备注单位正常最大1废水40常压污水处理T/h1.742.0含焦油处理4.5转化4.5.178、1转化生产方法和工艺特点4.5.1.1转化的反应过程和特点焦炉气和天然中都含有一定量的甲烷，但生产甲醇只需要CO、CO2和H2气，CH4是甲醇合成气中的惰性气，需要通过转化反应将CH4变成CO、CO2和H2。从目前的技术发展看，焦炉气生产合成气的工艺有蒸汽转化和非催化部分氧化转化、蒸汽纯氧催化部分氧化转化等几种工艺。焦炉气的组分中甲烷含量约为2328%（V）及多碳烷烃和烯烃，将烃类转化成合成甲醇所用的有效气体CO和H2均采用转化工艺，转化气残余CH40.4%，转化率高。目前工业常用的有以下几种工艺：（1）蒸汽催化转化，一是用蒸汽与CH4一段催化转化生成CO、CO2和H2。这种工艺投资高，但需要179、消耗多量工艺蒸汽和燃料，操作费用高，CH4转化率较低。二是一段蒸汽催化转化加二段纯氧转化工艺，由于一段蒸汽转化炉本身的工况及结构的要求，其顶部烧嘴、转化管、下集气管等必须使用特殊材料，在对焦炉气在一段转化炉烃类的转化量不是很多，同时也需要空分装置，才能完成转化任务，一次性投资较大。（2）非催化部分氧化转化最早用于重油转化，此法不需要进一步净化，直接进入转化，转化在无催化转化炉内进行，转化后的转化气再进行净化，其转化温度高达到13001400，对天然气为原料，燃料气的消耗要比纯氧催化转化工艺高2530%，耗氧、蒸汽消耗比纯氧转化分别高40%、20%，转化后的气体中CO2体积分数高达10%，到目前180、为止还没有采用非催化部分氧化转化工艺的工业装置。但是对焦炉气而言，由于焦炉气中的甲烷含量低，耗氧与纯氧转化基本持平，无需加蒸汽，利用自反应水即可达到转化炉出口的甲烷小于0.4%V，还有一个优点是转化气的二氧化碳的含量（2.5%V）比纯氧催化部分氧化转化二氧化碳的含量(8.5%V)低，是甲醇合成理想二氧化碳的含量。（3）纯氧催化部分氧化转化工艺中的转化炉不需要特殊钢材制造转化炉管，其结构类似于传统蒸汽转化的二段炉结构简单、流程短、投资低。尽管避免了蒸汽转化外部间接加热的形式，反应速度比蒸汽转化快，有利强化生产，但最大的缺点是催化剂对硫有要求，在转化前必须脱出硫化合物。纯氧加压非催化部分氧化转化工181、艺具有以下特点：（A）用氧化反应内热进行烃类蒸汽转化反应，不需外部加热，热效率高。（B）不需在转化前脱硫，不受催化剂对含硫化物的限制。（C）工艺流程和设备结构简单，无需催化剂，不受催化剂温度的限制。（D）不需要外加蒸汽，减小设备的大小。焦炉气非催化部分氧化法，是将焦炉气中的烃类（甲烷、乙烷等）进行部分氧化和蒸汽转化反应，在转化炉中首先发生H2、CH4与O2的部分氧化燃烧反应，然后气体进入转化段进行甲烷、乙烷等与蒸汽的转化反应。所以这个方法也称为自热转化法。生产原理可以简单解释为甲烷、蒸汽、氧混合物的复杂的相互作用：第一阶段为部分氧化反应，主要是氢气与氧接触发生燃烧氧化反应生成H2O。该反应是剧182、烈的放热反应：2H2+O22H2O+191.7千卡/克分子（1）第二阶段为水蒸汽和二氧化碳氧化性气体在转化段，CH4进行蒸汽转化反应，该反应是吸热反应：CH4+H2OCO+3H2-49.3千卡/克分子（2）CH4+CO22CO+2H2-59.1千卡/克分子（3）上述两阶段的反应可以合并成一个总反应式如下：2CH4+CO2+O23CO+3H2+H2O（4）由于第二个阶段反应是吸热反应，当转化温度越高时，甲烷转化反应就越完全，反应后气体中的残余甲烷就越低。甲烷部分氧化通常加入一定量的蒸汽，目的是避免焦炉气在受热后发生析炭的反应，使甲烷进行蒸汽转化反应，在转化反应的同时也起到抑制炭黑的生成：4.5.183、1.2转化压力的确定由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应，焦炉气转化反应为体积增大的吸热反应，降低压力对转化反应是有利，但压力低，反应速度慢，所需设备（如转化炉）尺寸会增大很多；升高压力对转化反应是不利，尽管反应速度快，对后续压缩机的功耗有节省，但是为了达到出口CH4所要求的含量，在可能的温度的条件下，需要更高的水/碳比，加压转化的优点除了加快反应速度，减小设备尺寸，还可以节省压缩机的功耗（因为转化反应是体积增大的反应）和有利于工艺余热的利用。本工程非催化部分氧化转化压力确定焦炉气转化压力为3.0MPa(A)。4.5.1.3水/碳比的确定由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应，转化反应中水碳184、比越高，即过量的水蒸气越多，越有利于甲烷的转化。但产生工艺蒸汽需要热量，蒸汽通过转化炉时也需要升温到反应温度需要吸收大量的热量，后续的降温处理需要增加设备能力，同时产生大量的冷凝液，所以不是水碳比越高越好，综合压力、转化温度等操作条件，对于以生产甲醇的焦炉气转化采用催化氧化法（2.5 MPaA）的水碳比一般在3.6左右。本工程采用的转化压力确定焦炉气转化压力为3.0MPaA。转化温度在12001300，无需加蒸汽，利用自身反应的水即可满足转化的要求。4.5.1.4转化温度的确定由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应，提高转化温度对转化反应是有利，一旦转化压力确定，为达到转化炉出口的甲烷含量的要185、求。只有在水碳比和转化温度的两个操作参数作优化，提高转化温度可以降低水碳比，但受转化炉材料的限制、转化炉使用寿命的考虑，一般非催化转化炉出口的温度12001300左右，本工程的转化炉出口的平衡温度采用为1200。转化温度对平衡常数由900的K=1537到1200则升到K=177808增加了100多倍，变换温度对平衡常数由900的K=0.739到1200则升到K=0.384增加了不到2倍。由于非催化部分转化的温度不受催化剂的限制，可达到12001300，可以不需要加水蒸气也可以使甲烷反应的比较好，尽管变换的平衡常数增加了不到2倍，但转化炉出口减小了水蒸的含量，使二氧化碳的含量减小，节省了转化气的186、压缩功。综合上述结合焦炉气压缩、脱硫和合成气压缩。本工程采用非催化催化部分氧化转化：焦炉气首先经焦炉气压缩再进转化工段，然后进转化后NHD脱硫进行脱硫后再进压缩工段进行精脱硫后进甲醇合成，甲醇合成的部分非渗透气除用于过热蒸气和加热原料焦炉气，另外大部分送xx焦化公司使用。4.5.2转化工艺技术的比较和选择焦炉气制取甲醇工艺过程，主要由转化的工艺方法决定各个工段的先后顺序：常压下的焦炉气转化制造合成甲醇的合成气，就目前的工艺技术而言，首先要将焦炉气中的甲烷（约2628%V）经转化反应生成合成甲醇的原料气氢气、一氧化碳和二氧化碳，不论在前或在后，进甲醇合成塔前要脱除对甲醇催化剂有害的硫化物，经济的187、甲醇合成一般低压也在5.0MPa(A)以上。焦炉气转化就压力而言有低压、中压和高压，就工艺方法而言有蒸汽转化、催化转化、非催化部分氧化转化等，不同转化工艺就有不同的组合：（1）低压催化转化：脱硫转化精脱硫压缩合成甲醇，或转化脱硫精脱硫压缩合成甲醇，或转化脱硫压缩精脱硫合成甲醇。（2）中压催化转化：脱硫压缩转化精脱硫压缩合成甲醇，或压缩脱硫转化精脱硫压缩合成甲醇。（3）高压催化转化：脱硫压缩转化精脱硫合成甲醇，或压缩脱硫转化精脱硫合成甲醇（4）低压非催化转化：脱硫转化精脱硫压缩合成甲醇或转化脱硫精脱硫压缩合成甲醇或转化脱硫压缩精脱硫合成甲醇（5）中压非催化转化：脱硫压缩转化精脱硫压缩合成甲醇或压188、缩脱硫转化精脱硫压缩合成甲醇或压缩转化脱硫精脱硫压缩合成甲醇或压缩转化脱硫压缩精脱硫合成甲醇（6）高压非催化转化：脱硫压缩转化精脱硫合成甲醇或压缩脱硫转化精脱硫合成甲醇或压缩转化脱硫精脱硫合成甲醇本工程推荐采用中压非催化转化：压缩转化脱硫压缩精脱硫合成甲醇的工艺流程。现在采用非催化高温部分氧化制气的技术，是最近几年发展起来并优化集成了多项具有国内自主知识产权的净化与合成等先进技术。这项技术由华东理工大学洁净煤技术研究所开发的天然气非催化部分氧化法制合成气技术已成功应用于内蒙天野化工集团大型合成氨装置油改气工程。平顶山飞行化工公司研制出第一套焦炉气非催化转化制合成氨的工艺，这种工艺具有工艺流程短189、投资省、生产成本低、节能环保、操作方便、经济效益好等优点，具有很强的竞争力。它可以灵活地调整焦炉自用燃气和生产甲醇用气的需求，从根本上解决了焦炉气放空所造成的环境污染，达到治理环境变废为宝双重目的。就焦炉气制取甲醇而言，工艺流程含有空分、焦炉气压缩、脱硫、转化、合成气压缩及甲醇合成及蒸馏，本工程中的空分、脱硫、甲醇合成及蒸馏与煤气化制甲醇为一体。压缩、脱硫、转化、合成气压缩和甲醇合成及蒸馏均有成熟的工艺，在这里就不重述，仅对转化工艺技术进行简述。对于非催化与催化的工艺优缺点选择比较见下表4-5-1。焦炉气非催化转化与催化转化工艺技术比较表表4-5-1序号比较项目单位催化转化非催化转化比较说明190、1操作温度9801200催化转化温度低;非催化温度高，不利2操作压力MPa(A)常压3.0常压6.0非催化操作压力可以达6.0 MPa(A)，范围较大3转化气主要成份V%H272.9269.98CO+H2有效气含量:催化法为89.57%;非催化法为94.81%CO16.6524.83有效气含量高对合成甲醇有利CO27.382.74CO2含量需要在2.5%左右，含量高合成甲醇消耗氢气多CH40.440.25甲烷含量少好，甲烷减少，合成惰性气弛放量少N22.62.214转化入口硫化物要求ppmTs0.1无要求非催化不要求焦炉气脱硫，大大简化了有机硫化物焦油噻吩的脱除5产甲醇（不补碳）万吨/年18.191、3618.98不考虑弛放气置换的焦炉气所增产的甲醇6焦炉气消耗Nm3/h4840048400同焦炉气量相比7补入工艺蒸汽（40bar）吨/t甲醇0.429少量非催化不耗中压蒸汽，节能，降低成本8用催化剂（耐高温Ni催化剂）m3/次38.00催化转化需要催化剂3年换一次9主要设备总台数台168催化法设备复杂10副产弛放气（不补碳）103Nm3/h015.5催化转化弛放气在转化作为燃料气，全部烧掉，不补碳有部分作燃料，大部分返回焦化厂。11可置换出焦炉气103Nm3/h07.5非催化转化弛放气可置换出同样热量的焦炉气，多产甲醇3.68t/h，一年可增产2.9万吨甲醇12转化装置投资额万元49763192、225.54只比较转化工段的投资，其他工段投资大体相等，不再计入比较其中：设备费万元29381866.0催化法设计入催化剂投资费，非催化按引进工艺包和烧嘴安装工程费万元17801180建筑工程费万元25817913折每吨甲醇投资额元/t甲醇271.03169.94非催化装置吨甲醇投资额比催化法少59.5%14转化工段消耗指标循环水吨/t甲醇28.544.68催化剂m3/万t甲醇0.6900耐高温镍催化剂5万元/m315氧耗Nm3/t甲醇418.49476催化转化焦炉气进口温度高，耗氧少，耗燃料气多16焦炉气吨甲醇消耗Nm3/t甲醇21092040非催化消耗原料气较催化少3%结论：由上表的投资和193、消耗来看，非催化转化的投资比催化转化的投资低59%，能耗低，除氧耗略高一些外，其他均较低，驰放气可置换出焦炉气，多产甲醇2.9万吨/年。由此可见，非催转化工艺优于催化转化。但非催化转化需要12001300较高的转化温度，对转化炉和废热锅炉设计要求难度也相应增加。4.5.3主要设备的选择4.5.3.1转化炉（R01）焦炉气经转化炉发生甲烷的转化反应。由于转化炉内反应温度高，反应速度进行的很快，故空速可选择得较大些。本设计空速选择的原则是，在转化充分的前提下，尽可能提高空速，减少其转化炉尺寸。转化炉入口总气量（设计值）为：V=54219+1288167100Nm3/h停留时间取：t=2.2s则空速194、Vk=1636h-1则转化炉有效体积为：V/Vk=41 m3，取41.5 m3炉直径取2.0m，则其转化炉筒体段高度为：41.5/（0.78522）=13.2m内衬耐火砖厚取400mm故催化剂尺寸规格:2800/200013200(T-T)（mm）本项目采用加压非催化部分氧化工艺，将焦炉气转化成合成气。转化炉是非催化部分氧化工艺流程中的重要设备，在非催化部分氧化过程中，转化温度基本维持在12001300左右，因此要求转化炉应有恰当的高径比，一般不小于3:1，以保证适当的停留时间，使焦炉气转化有足够的时间，其关键问题是烧嘴及烧嘴与转化炉炉体的匹配。转化炉为立式结构，由球形封头、筒体、椭圆形封头、195、支座、炉衬及烧嘴组成。烧嘴布置在炉顶部，保证焦炉气与氧气良好混合即提高焦炉气的转化率，则是烧嘴要解决的关键问题之一。非催化部分氧化转化炉内的温度分布与烧嘴同炉体匹配所形成的流场有关，由于焦炉气比固体燃料或液体燃料更容易燃烧，如果强化焦炉气与氧气的混合，又会使转化炉上部的燃烧强度提高，必然导致转化炉拱顶表面的温度升高，因而影响拱顶耐火衬里的寿命及烧嘴的寿命，基于这种考虑又应弱化焦炉气与氧气的混合，因此，如何解决这对矛盾正是烧嘴的设计及其与炉体的匹配的技术关键。烧嘴本体采用多通道式结构，并采用盘管式冷却方式，可以有效地延长烧嘴的使用寿命。转化炉衬里由四层耐火材料组成，由内而外依次为刚玉砖，厚度为1196、50mm、高铝质隔热耐火砖（LG-1.0），厚度为114mm、高铝质隔热耐火砖（LG-0.6），厚度为114mm、硅酸铝耐火纤维毡，厚度为20 mm。转化炉技术特性如下：（1）壳体内径2800mm（2）衬里厚度400mm（3）壳体长度（直段）13200 mm（4）炉膛容积45 m3（5）主要材料低合金钢（6）腐蚀裕度3 mm（7）炉膛操作压力3.0MPa（8）炉膛操作温度12001300（9）壳体设计压力3.6MPa（10）壳体设计温度400（11）衬里向火面设计温度16004.5.4工艺流程说明（详见流程图T06349-EC03-PS-05）来自压缩工段的焦炉气（123，3.0MPaA）经加197、热炉预热后，与来自空分的经氧气加热器加热后3.5MPaA氧气经转化炉喷嘴混合后在转化炉内发生不完全燃烧反应，放出大量的热量，气体温度迅速升高，同时CH4发生转化反应。转化炉出口的高温转化气（CH40.4）直接进入中压废热锅炉，产生4.0MPaG蒸汽。降温后的转化气进入蒸汽过热器/锅炉给水加热器，过热甲醇合成来的2.5MPaG饱和蒸汽，加热甲醇合成废锅和本工段中压废热锅炉用锅炉给水。然后转化气经脱盐水加热器降温后进入水洗塔降温洗涤后，送至NHD脱硫工段。水洗塔塔底分离掉的冷凝液送至造气的浊循环水系统。脱盐水站来脱盐水经脱盐水加热器加热后送至锅炉房。氧气加热器用本工段产的4.0MPaG饱和蒸汽加热198、。中压废热锅炉产的4.0MPaG饱和蒸汽除部分供氧气加热器用，其余经加热炉加热至450后送至管网。加热炉用燃料气主要为甲醇合成闪蒸气和甲醇精馏不凝气及甲醇合成非渗透气。4.5.5原材料、动力（水、电、汽、气）、催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消耗量4.5.5.1原材料消耗以吨CH3OH计（小时CH3OH产量37.74吨）序号名称规格单位消耗定额消耗量备注每小时每年1焦炉气1233.0Mpa(A)Nm31298.6490004.294x1084.5.5.2动力（水、电、汽、气）消耗定额及消耗量序号名称规格使用情况单位消耗定额小时消耗量备注正常最大1中压饱和蒸汽2.5MPaG饱和连续t0.7842199、9.632.6甲醇合成来过热2中压过热蒸汽2.5MPaG320连续t-0.784-29.6-32.6-表示产3中压过热蒸汽4.0MPaG450连续t-1.123-42.4-46.6-表示产4脱盐水35，0.5MPaG连续t2.848107.5128自脱盐水站5脱盐水95，0.5MPaG连续t-2.848-108-128去脱盐水站6锅炉给水4.8MPaG，104连续t2.3588.798自锅炉房7锅炉给水4.8MPaG，155连续t-1.163-43.9-48.3送甲醇合成8氧气3.5MPaG，40连续Nm3307.411600127609驰放气5.0MPaG，40连续Nm360.3622782200、3054.5.5.3三废排放量三废排放量及有害物质含量序号废物名称温度压力Mpa(G)排出点小时排放量组成及含量V%处理意见备注单位正常最大1加热炉烟道气135常压大气Nm31046013000N2 67.31，O2 1.62CO2 7.81，Ar 0.29H2O 22.96无污染，不需处理2开停车废气40去火炬t36.6540.3H2 69.77N2 2.20CO 24.75H2S 0.03CO2 2.73H2S 0.30H2O 0.28CH4 0.25燃烧后放空仅开停车时排放4.6脱硫4.6.1概述NHD脱硫的主要目的是脱除经过转化的焦炉气和来自气化的水煤气中的H2S、COS等，使混合气中201、H2S含量10ppm，然后把富H2S的酸性气体送去硫回收装置。4.6.2工艺方案选择目前，煤化工装置中脱除H2S的方法有改良A.D.A法、栲胶法、G-V法、NHD法，脱除CO2的方法主要有改良热钾碱法，NHD法、MDEA法、低温甲醇洗法（同时脱除CO2）等，但对于中型及大型规模生产甲醇、合成氨厂的气体脱硫装置，可供选择的净化方法主要有以下两种选择：1）低温甲醇洗2）NHD脱硫低温甲醇洗法属于物理吸收，在低温（-50-60）下，溶剂吸收能力大，溶液循环量小，气体净化度高，再生热耗少，操作费用低，能综合脱除气体中的H2S、COS、CO2，溶液不起泡、不腐蚀，H2S浓缩简单，在原料煤硫含量波动较大的202、情况下，H2S的浓度也可满足硫回收的要求，在6.5MPa以上的气化工艺中其优势较NHD脱硫更加明显，在4.0MPa以下优势不明显。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道需要采用低温钢材，需要引进欧洲或日本的材料，同时专利费、基础设计费较高，所以基建投资高，但其最大优点是溶剂价格便宜，消耗指标和能耗均低于其它净化工艺，在大型合成氨厂中采用。NHD法是中国南化公司研究院和天辰化学工程公司等单位联合开发成功的新技术，属于物理吸收净化技术，该工艺在常温条件下操作，溶剂无毒，饱和蒸汽压低，溶剂损失小，再生热耗低，设备材质大部分为碳钢，取材范围广，价格也便宜，相对低温甲醇洗而言，溶液循环量大，消耗高，另外，N203、HD溶剂对有机硫的吸收能力较差。该工艺的主要优点是投资少，能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化方法。在不同的操作温度对H2S和CO2的吸收能力也不同。对于本项目，从工程规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑，酸性气脱除采用NHD工艺较好。NHD脱硫是八十年代后期开发的新净化工艺，该工艺在常温下操作（-524），尤其是在3.5MPa压力下，对H2S选择吸收能力较强，适用于对H2S含量高的转化气净化，溶液挥发性小，无毒、无腐蚀，该工艺具有能耗低、消耗低、成本低的优点，近年来在许多中小型化肥厂中得到成功的应用。本项目可以只脱硫，不脱除CO2，且本工程的脱硫压力为2.6MPa，因此选择NHD工艺较为合理。204、NHD溶剂是一种有机溶剂（聚乙二醇二甲醚），它对气体中硫化物和二氧化碳具有较大的溶解能力，尤其是对硫化氢有良好的选择吸收性，蒸汽压低，运转时溶剂耗损少，是一种较理想的物理吸收剂，适合于以煤（油）为原料，酸性气分压较高的合成气等的气体净化，脱硫时需消耗少量热量，脱碳时需消耗少量冷量，属低能耗的净化方法。利用NHD溶液吸收H2S是一种物理吸收，主要原理是NHD溶液在常温下可选择性吸收H2S气体，使脱硫气中硫化氢气体含量满足后续工段的要求，吸收了H2S的NHD富液减压、加热后可使溶液中吸收的气体全部解析出来，从而溶液得以循环利用。4.6.3 NHD溶剂的来源1993年NHD脱硫脱碳技术在鲁南化肥厂成205、功运行以来，国内NHD溶剂的生产厂家也随NHD用量增加而越来越多。具体见下表4-6-1。表4-6-1序号单位名称生产能力（吨/年）工艺路线投产日期1鲁化NHD溶剂厂1000多已二醇下脚料+氯甲烷19932藁城化工总厂NHD溶剂厂3000已二醇+氯甲烷19963江苏天音化工股份有限公司NHD溶剂厂2000甲醇+环氧已烷19984黑化总厂三产企业500甲醇+环氧已烷19995唐山福利厂300甲醇+环氧已烷19994.6.4国内采用NHD脱硫脱碳项目国内NHD脱硫脱碳项目业绩一览表4-6-2序号项目名称产品及规模（吨/年）设计单位完工日期1鲁南化肥厂合成氨技术改造合成氨80000-100000尿素1206、30000NHD脱硫脱碳Claus硫回收天辰公司初步设计施工图19932山东郯城化肥厂2#系统合成氨45000NHD脱碳ADA硫回收天辰公司施工图19933山东郯城化肥厂1#系统合成氨20000NHD脱碳ADA硫回收天辰公司施工图19944冀州化肥厂合成氨60000NHD脱碳ADA硫回收天辰公司施工图19975镇江索普化工厂醋酸100000NHD脱硫脱碳（一塔内一次脱除）天辰公司基础设计施工图审查19986吉林长山化肥厂合成氨180000NHD脱碳配置氨吸收制冷天辰公司可研报告施工图19997黑龙江化工厂扩建合成氨180000尿素300000天辰公司初步设计施工图1999甲醇33000NHD脱207、硫脱碳ADA硫回收工程总承包8平顶山化肥厂合成氨80000尿素132000NHD脱碳ADA硫回收初步设计施工图19999鲁南化肥厂II期续建合成氨55000尿素70000甲醇80000NHD脱硫脱碳Glaus硫回收天辰公司初步设计施工图200010浩良河化肥厂合成氨180000尿素300000NHD脱硫脱碳ADA硫回收天辰公司初步设计施工图200411开化化肥厂合成氨45000NHD脱碳ADA硫回收施工图施工图完成12河北省、山东省、江苏省、陕西省、安徽省等十多家小化肥厂合成氨总能力超过50万吨/年均已投产13中石化金陵分公司化肥厂技改工程合成氨能力45万吨/年EPC2005运行投产14兖矿集208、团国泰有限公司甲醇25万吨/年及发电初步设计施工图2005运行投产15兖矿集团国际焦化甲醇以焦炉气为原料，甲醇24万吨/年天辰公司初步设计施工图即将开车16兖矿集团鲁南双结构调整项目合成氨能力24万吨/年施工图4.6.5工艺流程简述（详见流程图T06349-EC03-PS-10）来自转化工段的转化气和来自煤气压缩机的水煤气混合进入NHD脱硫塔气分离器分离掉气体中夹带的水后，进入脱硫塔下部，在塔内自下而上与NHD溶液逆流接触，NHD吸收了该股混合气中几乎全部的H2S气体，从塔顶出来的脱硫气中的H2S含量10ppm，然后去压缩工段。脱硫塔底排出的NHD富液约30，经透平减压到1.0MPa回收能量后209、，进入脱硫高压闪蒸槽，为回收高闪气中H2和CO，将该气体送去原料气压缩机；从高闪槽排出的NHD富液与NHD贫液换热温度升至125，减压至0.6MPa进入脱硫低压闪蒸槽进行二次闪蒸。闪蒸出来闪蒸气直接进入再生塔，底部排出的闪蒸液再次与从再生塔底出来的NHD贫液换热升温至130左右，去再生塔上部进行再生。再生塔底部设有蒸汽煮沸器一台，由低压蒸汽加热NHD溶液，使塔中NHD溶液中的气体全部解吸出来，得到约149的NHD贫液。贫液经贫富液换热器II冷却到139，然后由贫液泵加压送入贫富液换热器I中被冷却至46，最后在贫液水冷器中被一次水冷却至24，进入脱硫塔循环使用。出再生塔填料段的酸性气经塔上部的旋210、流板，用塔顶回流的40的冷凝液洗涤冷却到106左右进入酸性气水冷器冷却到40，经酸性气分离器分离掉酸性气中夹带水分后，去焦化厂的硫回收装置。NHD脱硫系统配有NHD溶液贮槽和地下槽，供NHD脱硫系统开停车和检修时排放和添加NHD溶剂。4.6.6主要原材料及公用工程消耗4.6.6.1原材料、催化剂、化学品消耗量序号物料名称规格单位消耗定额（吨甲醇）消耗量备注每小时每年1NHD溶剂工业品级kg0.1033.89280004.6.6.2公用物料及能量规格序号名称状态温度压力MPa(G)规格备注1循环水液320.4t=102一次水液180.4t=103电380V4电10000V5低压蒸汽汽1750.8211、4.6.6.3公用工程消耗定额序号名称单位消耗定额(吨甲醇)小时消耗量备注正常最大1循环水t5.9882262652一次水t9.2743504033电380VkWh2.7180102.54电10000VkWh9.4063555低压蒸汽t0.283510.711.274.7甲醇合成4.7.1工艺技术选择4.7.1.1国外工艺技术概况1923年，德国BASF公司在合成氨工业化的基础上，首先用锌铝催化剂在高温高压的条件下，实现了由一氧化碳和氢合成甲醇的工业化生产，从此逐步淘汰了由木材干馏制甲醇的生产方法。由于工业合成甲醇成本低，产量大，促进了甲醇工业的迅猛发展。甲醇消费市场的扩大，又促使甲醇生产工艺212、不断改进，生产成本不断下降，生产规模日益增大。1966年，英国ICI公司成功地实现了铜基催化剂的低压合成甲醇工艺，随后又实现了当时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同时德国Lurgi公司也成功地开发了中低压合成甲醇工艺。虽然由CO加H2合成甲醇的工艺至今已有80年历史，尽管催化剂、工艺流程和主要设备的发展到现在已相当完善，但世界各国仍在不断地开发研究新型催化剂、新的合成工艺和新型反应器。目前甲醇的生产工艺路线主要是采用铜基催化剂的ICI中压法、低压法及Lurgi低压法、中压法和采用锌铬催化剂的高压法。二十世纪七十年代中期以后不但新建厂全部采用低压法，而且老厂扩建或改造也几乎都采用低压工艺。在今213、后一段时期内，高中压法将逐步由低压法取代。对甲醇合成工艺来讲，甲醇合成反应器是其核心设备，甲醇合成反应器的形式基本决定了甲醇合成工艺的系统设置，在选择甲醇合成工艺中，要考虑合成反应器的操作灵活性、操作灵敏性、催化剂的生产强度、操作维修的方便性、反应热的回收利用等因素，对于大型的单系列甲醇装置，还必须要考虑运输的方便性问题。国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式：（1）ICI多段冷激型甲醇合成反应器ICI甲醇合成塔(反应器)为多段冷激型，其主要优点有：单塔操作，生产能力大；控温方便；冷激采用菱形分布器专利技术，催化剂层上下惯通，催化剂装卸方便，因此得到普遍使用。其主要缺点是：反应器因有部分气体与214、未反应气体之间的返混，催化剂空时产率不高，用量较大；仅能回收低品位热能。该技术在我国首先引进的厂家是四川维尼纶厂。（2）Lurgi低压甲醇合成工艺及反应器Lurgi低压甲醇合成工艺采用列管式反应器，CuO/ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热由壳程中的饱和锅炉水产生中压蒸汽带出，反应温度通过控制反应器壳程中饱和水的压力来调节，操作温度和压力分别为250260和510MPa。合成气由天然气、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法以及煤气化制取，它与循环气一起压缩，预热后进入反应器。Lurgi工艺可以利用反应热副产压力较高的中压蒸汽。Lurgi低压合成甲醇反应器的优点主要有：合成甲醇反应器催化剂床层215、内温度较为均匀，大部分床层温度在250-255之间，温度变化小，催化剂使用寿命长，并允许原料气中含有较高的CO；能准确、灵敏地控制反应温度，催化剂床层的温度可以通过调节蒸汽压力控制；回收的反应热位能高，热量利用合理；反应器出口甲醇含量较高，催化剂利用率高；设备紧凑，开停车方便；合成反应过程中副反应少，故粗甲醇中杂质含量少，质量高。其缺点是反应器结构较复杂。国内齐鲁公司第二化肥厂首先引进该工艺。（3）TEC的新型反应器合成甲醇工艺该工艺及反应器由日本TEC(东洋工程公司)开发成功，由外筒、催化剂筐和许多垂直的沸水管组成，沸水管埋于催化床中。合成气由中心管进入，径向流过催化床，反应后气体汇集于催化216、剂筐与外筒之间的环形集流流道中，向上流动，由上部引出。反应热传给冷管内沸水使其蒸发成蒸汽。该反应器床层压降小，气体循环所需动力大幅度减少，床层温度分布均匀，甲醇生成的浓度和速度可大幅度提高，反应温度容易控制，催化剂用量减少，反应器结构紧凑。（4）MHI/MGC管壳冷管复合型甲醇合成反应器该反应器为Lurgi反应器的改进型，由日本三菱公司开发，该反应器是在管壳反应器的催化管内加一根冷管，用于预热原料气，其主要特点是：一次通过的转化率高；可以高位能回收热量：在反应器中预热原料气，可以省去一个换热器。（5）TOPSe径向流甲醇合成反应器合成系统由三台绝热操作的径向流反应器组成，反应器之间设置外部换热217、器移走热量，气体在床层中向心流动，该反应器特点是：径向流动，压降较小，可增大空速，提高产量；可使用小粒径催化剂，提高粒内效率因子，提高宏观反应速度；可方便地增大生产规模，在直径不变的情况下，增加反应器高度，即可增大生产规模，单系列能力可达2000吨/天以上。（6）Linde等温型甲醇合成反应器Linde等温型甲醇合成反应器，其结构与高效螺旋盘管换热器相似，盘管内为沸水，盘管外放置催化剂，反应热通过盘管内沸水移走，其反应器特点是：基本上在等温下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调节床层温度冷却盘管与气流间为错流，传热系数较大。国外已有数套装置采用此种塔型。（7）液相法甲醇合成反应器技术1985218、年，AirProductChemical公司开发了以液相热载体和浆态床反应器为基础的液相甲醇合成新技术，即LPMEOH技术。铜催化剂颗粒悬浮在惰性液体中，比传统固定床反应器温度更易控制。现已在美国田纳西洲已建成72kt/a工业实验装置。由于液相合成中使用了热容高，导热系数大的惰性液体，可以使甲醇的合成反应在等温条件下进行，同时，由于分散在液相介质中的催化剂的比表面积非常大，加速了反应过程，反应温度和压力均下降很多，该技术尚需要工程化的验证。（8）国外低压甲醇合成反应器发展趋势适应单系列、大型化的要求(如Lurgi、ICI反应器等)；以较高位能回收反应热，副产蒸汽(如Lurgi、MHI/MGC、219、Linde反应器)；催化剂床层温度易于控制，可灵活调节温度(如Lurgi、ICI反应器)：床层内温度尽可能均温，以延长催化剂寿命(如Lurgi、MHI/MGC、Linde反应器)；催化剂生产强度大，反应中CO转化率高(如Lurgi、MHI/MGC反应器)：采用径向或轴径向流动，压降低(如TOPSE、TEC、Casale反应器)：结构简单紧凑，催化剂装卸方便(如ICI反应器)；所选用的材料具有抗羰基化物生成的能力及抗氢脆的能力(如Lurgi、ICI反应器)。4.7.1.2国内工艺技术概况国内在甲醇技术的开发和实现工业化的历史也有几十年，在甲醇合成催化剂的开发中，有多家单位开发成功，并用于工业化生220、产。在甲醇合成反应器的开发中，开发成功单套管及双套管反应器。在甲醇新型反应器的开发中，也有较大的技术突破，尤其是九十年代以后，有最大规模达到5-8万吨/年的国内自主开发的甲醇新型反应器应用于工业化。在甲醇合成整体工艺开发中，联醇工艺是我国甲醇合成工艺的富有特色的工艺，为解决当时国内甲醇需求做出了较大贡献，一大批联醇厂纷纷建成投产，从造气、脱硫脱碳、甲醇合成到精馏等，解决了一大批技术难题。近几年，在低压合成甲醇技术国产化方面取得了很大进展，南化、西南化工研究院已成功地开发了Lurgi型低压甲醇合成催化剂，1530万吨/年大型反应器国内已有制造经验。华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝221、热恒温管壳复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了鲁奇管壳式反应器的优点又克服了其缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资，理工大学开发成功的绝热恒温管壳复合型合成塔，设备简单，转化率高，造价低，操作容易简单。该合成塔已在国内大量应用，南京惠生公司30万吨甲醇反应器均采用了理工大学管壳型反应器。国内杭州林达化工技术工程公司开发的低压均温合成甲醇反应器，在全部触媒床层中采用可自由伸缩活动的冷管，用管内冷气吸收管外催化剂床层中的甲醇反应热，管内冷气与触媒层中反应气先后进行并流换热和逆流间接换热，触媒装填系数从30%提高到70%，因而相同直径反应器产能高，轴向温度差小，温度均匀，延长了触媒寿命，提高甲醇222、产量。本技术已用于哈尔滨气化厂8万t/a甲醇装置中、渭河化肥厂年产20吨的甲醇装置中，效果良好。此工艺最大的缺点是副产低压蒸汽。4.7.1.3甲醇合成工艺的比较与选择本项目是公称能力为30万吨/年的甲醇装置。目前无论国内国外建设甲醇装置，大多采用低压法技术。低压法与中高压法相比，具有消耗定额低，能耗低，成本低，产品质量高等优点。在反应器段方面有TEC的MRF多段径向流动反应器，托普索三个并联激冷绝热径向流合成塔，三菱重工的管壳冷管复合反应器等，这些反应器比传统的低压合成法反应器具有转化率高，反应器体积小，反应热移出更方便，床层压降小等优点。美国空气及化学制品公司(APCI)的液相合成甲醇技术，223、尚需要大型工程装置的实践验证。ICI合成反应器采用激冷式，设备结构简单，单系列生产能力大，投资小，其缺点是用原料气激冷控制温度，床层温度有波动时，循环比较大，操作费用高，需专设开工加热炉。ICI工艺的能量回收系统最近也作了一系列改进，如其与DAVY公司合作推出的气冷反应器和径向流蒸汽上升式反应器使反应器的能力有很大的提高，同时也是甲醇合成回路的能耗降低。Lurgi合成反应器，反应气转化率高，副反应少，系统对于反应热的回收和利用已经比较完善，操作费用低，开工时不用没开工加热炉。但缺点是反应器结构较复杂，体积较大，运输困难。Lurgi公司为了实现甲醇装置的超大型化，还推出了两台反应器串联的流程，即224、气冷管壳反应器串联及热量偶合的流程，单系列甲醇能力可达5000吨/天。就目前应用最广、采用最多的合成甲醇技术当数Lurgi和ICI技术，这两种技术发展历史最长，积累的实践经验最多，在世界建厂也最多，拥有不同规模的甲醇合成装置，并且目前达到的单系列合成甲醇装置能力也最大。这两中工艺技术特点比较见下表。生产甲醇方法比较表项目Lurgi法ICI法华东理工大学合成塔合成压力bar501005011850100合成温度225250230270225265催化剂组成Cu-Zn-Al-VCu-Zn-AlCu-Zn-Al时空收率t/m3h0.720.700.722进塔气CO含量%129出塔气CH3OH含量%6225、756循环气/合成气4:14:14:14.5:1合成塔形式管壳式激冷式绝热/管壳式设备尺寸设备紧凑设备较大设备紧凑合成开工设备不设开工加热炉要设开工加热炉不设加热炉甲醇精制三塔流程两塔、三塔和四塔流程两塔、三塔式Lurgi工艺甲醇合成塔，反应温度均匀，转化率较高，反应副产物少，原料消耗低，副产物少，加上国外目前建设的大型/超大型甲醇装置多采用Lurgi工艺，大型装置工业化经验多，工艺成熟。本项目拟采用华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热恒温管壳复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了Lurgi管壳式反应器的优点又克服了其缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资。4.7.1.4甲醇合成226、压力的选择随着合成压力的提高，由于净醇值的提高，合成循环比降低，甲醇合成压缩功消耗增加。随着合成压力的提高，甲醇合成回路设备及管线尺寸将缩小，设备投资略有降低。但目前无论国内国外建设甲醇装置，大多采用低压法技术。低压法与中高压法相比，具有消耗定额低，能耗低，成本低，产品质量高等优点。本工程甲醇的合成规模为30万吨/年，本项目甲醇合成压力暂取为5.8MPaA，但在工程设计阶段可进行综合优化。4.7.1.5甲醇合成催化剂的选择甲醇合成有高低压之分，不同等级的压力下采用的催化剂不同。甲醇的高中低压法操作条件：合成方法高压法中压法低压法压力30MPa左右10.015.0Mpa4.05.0Mpa温度36227、0400250280200300催化剂Zn-CrCu-Zn-CrCu-Zn-Al与高压法工艺相比，中低压工艺采用了铜-锌-铝（Cu-Zn-Al）系催化剂，从而反应过程中减少了副反应，改善了粗甲醇的质量，降低了原料的消耗，投资少，成本较低。目前应用较广的国内外甲醇合成工艺使用的铜系催化剂生产厂家和型号如下：国外有ICI公司ICI51-7铜系催化剂，托普索公司KM-101低压甲醇催化剂，德国南方公司及美国的一些化学品厂家均有生产。国内主要生产厂家有四川天一科技（西南化工研究院）生产的C302为早期低压合成催化剂，现在生产的新型号为XNC-98以及南化院生产的C306、C307新型低压甲醇催化剂。现228、将四川天一科技生产的XNC-98型催化剂与ICI公司生产的ICI51-7型催化剂进行比较：相对时空收率及活性下降率比较表催化剂型号相对时空收率350过热5小时后活性下降率（102）相对活性(以单位重计)210230250270250230XNC-981.001.001.001.0013.918.91.03ICI-51-70.860.960.981.0013.626.21.20C306/C307活性同XNC-98本项目甲醇合成工艺采用的是国内华东理工大学的专利技术，因此铜基催化剂选择与国外催化剂低温活性和稳定性相似的国内铜基催化剂XNC-98或C306，这样相对于国外催化剂节约了成本。4.7.2229、主要设备的选择本项目规模不大，建议选择一套合成系统。管壳水冷型合成反应器4000，列管长8000mm，催化剂装填量53m3，生产能力3842t/h甲醇，催化剂寿命3年。即选用一台甲醇合成塔，合成回路水冷器、分离器、及甲醇闪蒸槽均为单系列。甲醇合成塔是甲醇生产的心脏设备，要从操作、结构、材料及维修等方面考虑，对甲醇合成塔的要求主要有：催化剂床层温度控制容易、调节简单、压降低，结构简单紧凑、空间利用率高，催化剂装卸方便；材料选择上要求具有抗羰基化物和抗氢腐蚀的能力；要制造、维修、运输、安装方便。4.7.3工艺流程简述（详见流程图T06349-EC03-PS-11）来自脱硫工段的新鲜气2.6MPaA230、与经氢回收系统回收的氢气混合后进入新鲜气压缩机压缩至5.2MPaA，再经脱硫塔脱硫使其含硫量低于0.1ppm后与甲醇分离器顶部出来的甲醇循环气混合后进压缩机压缩后的气体（压缩至5.8MPaA）进入入塔气预热器被加热加热到224，进入甲醇合成塔，甲醇合成气在铜基催化剂（C306/XNC98）作用下发生合成反应：新鲜气压缩机和甲醇循环气压缩机皆为透平驱动的离心式压缩机。甲醇合成塔为管壳外冷-绝热复合式固定床催化反应器，管内装有C306/XNC98甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。发生合成反应后的合成气从合成塔底部出来进入入塔气预热器加热预热器的冷流体;降温后的出塔气经脱盐水预热器及甲醇水冷器后温度231、降至40；降温后的气体进入甲醇分离器，粗甲醇在此被分离；分离出的气体大部分作为循环气与压缩后的新鲜气一起进入联合式压缩机二段压缩作为合成原料气，少部分弛放气进入氢回收装置:弛放气经过水洗、除雾后，冷凝的液沫及雾滴被通过除雾器底部的阀门排出；除雾器中出来的气体进入管式换热器被加热，加热后的气体经一管道过滤器进入膜分离器组进行分离，在低压侧得到富氢的渗透气，这股渗透气作为产品气送至合成系统与新鲜气一起进入新鲜气压缩机压缩后进入甲醇合成系统；而高压侧的非渗透气经减压后一部分送至转化，余下一部分送至焦化厂作为燃料气。分离出的粗甲醇减压后进入甲醇膨胀槽闪蒸，槽顶部的闪蒸气也送往转化系统作为燃料气；经闪蒸232、分离后的粗甲醇被送至精馏装置。在合成塔塔内的合成气体进行合成反应过程中放出大量的热，这些热量除升高自身的温度外，余下一部分通过列管管壁传给锅炉水，通过汽包副产大量中压饱和蒸汽这些蒸汽送至管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。从甲醇分离器出来的循环气在进入压缩段前排放一少部分弛放气，调节驰放气含量，从而保持整个循环回路惰性气体相对比较经济的含量。汽包所用合格的锅炉软水来自锅炉房；脱盐水加热器及甲醇水冷器水均来自界区外部。汽包的间断及连续锅炉排污水，经排污膨胀槽减压冷却后就地排放。4.7.4原材料、动力消耗定额及消耗量原材料、动力消耗定额及消耗量表以233、每吨甲醇计（37.74吨/小时甲醇)序号项目单位消耗定额消耗量备注每小时每年1新鲜气Nm327161028828.231082循环冷却水t113.4742983.41073脱盐水t3.4581311.041064蒸汽(450，3.82MPaG)t11.8(仅开车升温时用63小时)5锅炉给水t1.09841.63.291056催化剂m353（两年更换一次）7副产蒸汽(2.5MPaG饱和)t-1.04539.6-3.141058动力蒸汽(320，2.5MPaG)t0.78129.62.34105合成气机压缩机透平用9蒸汽凝液(53，0.45MPa)t-0.713-27-2.1410510电(380234、V)（连续用电）KW4.011521.2107连续4.8甲醇精馏精馏工艺技术简述和选择粗甲醇的精馏有二种流程，即二塔流程和三塔流程。它们的不同之处一是投资，即三塔流程投资比二塔高些；二是能耗，即三塔流程的蒸汽消耗比二塔低。二塔流程和三塔流程在甲醇精馏中都是比较成熟可靠的，而且塔型近几年已由板式塔向填料塔方向发展。填料塔的应用目的在于降低塔高，分离效率高操作稳定，塔釜残液中的甲醇含量低，塔的高度减少近30%，可减少投资。本可研报告采用三塔流程工艺，做到能耗低，操作稳定，产品质量高工艺技术方案的选择我们拟在本工程中选用三塔流程，节能省蒸汽，甲醇产品质量高。甲醇精馏的主要设备是精馏塔。精馏塔在现代化235、学工业中主要有两种类型：板式塔和填料塔。对于这类设备主要是要求生产强度大，操作范围宽，阻力小，结构简单。通常，在这些要求中，最主要的是生产强度大。经过理论比较及国内外生产厂具体情况的调查，甲醇精馏塔选用填料塔是比较合理的，技术上是完全可靠的。4.8.2甲醇精馏工艺流程说明（详见流程图T06349-EC03-PS-12）从甲醇合成来的0.4MPaG、40的粗甲醇经泵送至预精馏塔的中部，此塔的再沸器以0.4MPaG蒸汽加热，低沸点杂质如微量二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料气，回收的甲醇液经预塔回流泵作为该塔回流液。预塔塔底液经加压塔进料泵送入加压精馏塔中。加压精馏塔再沸器用0.8MPaG236、的低压蒸汽做热源。加压塔操作压力为0.9MPaG，塔顶排出的甲醇气体为128，经冷凝器即常压塔再沸器冷凝，一部分精甲醇经加压塔回流泵打回本塔作为回流液，另一部分经冷却器冷却后作为产品精甲醇进入精甲醇计量槽中。加压塔塔底液进入常压精馏塔中进一步精馏。常压精馏塔再沸器以加压塔顶排出的精甲醇气作为热源，塔顶排出精甲醇气压力0.13MPa，温度约67，经常压塔冷凝器冷凝冷却后一部分回流至本塔，另一部分打到精甲醇计量槽贮存。从常压塔下部侧线取出口定时定量取出高级醇（杂醇油），杂醇油经泵送至罐区单设的杂醇油贮罐。产品精甲醇由精甲醇计量槽经精甲醇泵送至甲醇罐区。为防止粗甲醇中有机酸腐蚀设备和防止发生缩醛聚合237、付反应，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节精甲醇溶液的PH值保持碱性。甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去转化系统作为燃料气烧掉。由常压精馏塔底排出的精馏残液经废水冷却器冷却至40后，由废水泵打到焦化厂的污水生化处理装置。4.8.3主要设备选择甲醇精馏的主要设备是精馏塔。精馏塔在现代化学工业中主要有两种类型：板式塔和填料塔。对于这类设备主要是要求生产强度大，操作范围宽，阻力小，结构简单。通常，在这些要求中，最主要的是生产强度大。经过理论比较及国内外生产厂具体情况的调查，甲醇精馏塔选用填料塔是比较合理的，技术上是完全可靠的。预精馏塔为填料塔，尺寸200026575 mm，材质为：238、塔体碳钢，填料为不锈钢。加压精馏塔为填料/浮阀塔板，尺寸220039600 mm，材质为：塔体碳钢，填料/塔板为不锈钢。常压精馏塔为填料塔，尺寸300045260 mm，材质为：塔体碳钢，填料为不锈钢。4.8.4原材料、动力消耗定额及消耗量原材料、动力消耗定额及消耗量表以每吨甲醇计序号项目单位消耗定额消耗量每小时每年1粗甲醇t1.0543.343.41052循环冷却水t92.36934862.791073蒸汽(0.4MPa饱和)t0.259.50.751054蒸汽(0.8MPa饱和)t0.9134.62.741055电（380V）(连续)kW5.90208.451.66761066脱盐水t0.239、0722.72.161047蒸汽冷凝液t1.16113.481054.8.5甲醇罐区甲醇罐区设1000m3浮顶甲醇罐2台，贮存甲醇20000吨，贮存时间15天。罐区另有一台140m3杂醇油贮罐。4.8.5.1流程简述由甲醇精馏工段来的精甲醇（40，0.3MPa），进入精甲醇储罐，经检验合格的精甲醇由精甲醇泵送入装车栈台。4.8.5.2原材料、动力消耗定额及消耗量原材料、动力消耗定额及消耗量表以每吨甲醇计序号项目单位消耗定额消耗量每小时每年1电kW33间断2一次水t23密封氮气p=0.4MPa207604.9自动控制4.9.1设计说明4.9.1.1设计依据、采用的标准规范4.9.化工过程检测、控240、制系统设计符号统一规定HGJ7-87。4.9.化工自控设计技术规定CD50A3-81，第一、第二分册CDSOA422-84。4.9.化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定HGJ21-89。4.9.分散控制系统工程设计规定HG/T20573-95。4.9.1.2设计范围总控制室：包括空分、原料贮运、造气、气柜与电除尘、压缩、转化、脱硫、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区、锅炉及发电仪表的监控。空分控制室：只包括空分装置仪表的监控。造气控制室：只包括造气装置仪表的监控。4.9.1.3全厂自动化水平本工程的包括空分、原料贮运、造气、气柜与电除尘、压缩、转化、脱硫、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区、锅炉和发241、电，仪表置由于工艺过程要求高，在高温、高压、易燃、易爆的恶劣环境下操作，为保证操作可靠、安全降低能耗之目的，必须采用先进可靠的控制手段和高效的管理设备。为此，造气、转化在总控室进行监控，总控制内设置一套集散控制系统（DCS）和一套可编程控制器（ESD），以实现集中控制，绝大部分的操作均通过DCS完成。造气装置的安全联锁系统以及顺控系统主要采用ESD完成，通过ESD与DCS间的通讯接口，将ESD的所有控制内容状态，全部显示在DCS的CRT上，以便操作人员全面掌握及控制全厂的生产状态。所有工艺参数的显示、打印、趋势记录以及信号越限报警均由DCS来完成。DCS留有与上位机的通讯接口，以便将来与总厂调242、度通讯，使厂方的管理人员时时刻刻掌握整个工厂的生产运行状况。4.9.1.4总控制室总控制室设为一独立建筑物内。总控制室的总面积为5417m2左右。其中包括一个控制室、一个机柜室、一个供配电室、2个DCS维修间、一个空调间、一个软件工作间和辅助走廊及一个操作工休息间。控制室和机柜间采用铝合金骨架镶嵌玻璃隔断（带门），地板采用抗静电铝合金活动地板，顶棚采用铝合金骨架吊顶。净高为3.03.2米。采光用电照明，照度大于300勒克斯，并考虑了事故照明。控制室、机柜间设有空调系统，以保证其要求的温度、湿度。控制室DCS硬件配置图空分控制室在空分装置内设一个控制室，控制室分操作室、机柜室，总面积为166m2243、。控制室内设置一套DCS控制站和一台CRT显示器，对空分装置的工艺过程进行监视。控制、报警和管理引至总控控制室进行集中控制。另外，设有一个机柜间。面积为7m6m。对装置内的大型转动设备，如：压缩机透平膨胀机等设就地仪表盘，放在机柜间内。但其主要信号引至主控制室DCS。造气控制室在造气装置内设一个控制室，控制室分操作室、机柜室，总面积为166m2。控制室内设置一套DCS控制站和一台CRT显示器，对造气装置的工艺过程进行监视。控制、报警和管理引至总控控制室进行集中控制。另外，设有一个机柜间。面积为7m6m。造气、转化装置是处在高温的工况条件下，因为它们工艺技术过程要求复杂，控制精度高，且物料复杂，244、因此信号反馈、报警及安全联锁，对造气、转化装置的安全生产具有重大的意义。造气装置的时序控制，安全联锁是通过可编程序控制器（ESD）来完成的，并且该ESD与DCS之间实现通讯，在DCS的CRT上全部将工艺数据、运行参数、报警及阀门的状态显示出来，操作人员可以根据CRT上的显示内容，进行安全可靠的操作。4.9.1.5环境特征本工程的许多装置内，有CO、H2成份，这两种气体为爆炸性气体，相应的建筑物处在甲、乙类火灾危险场所中，属于火灾场所，因此应根据下同的防爆区域，选用不同防爆等级的仪表，以防爆炸、火灾现象出现。4.9.1.6仪表选型（1）集散控制系统集散控制系统总控制室系统配置：设置8个操作站，2245、台打印机及一套完整的机柜。空分控制室系统配置：设1个操作站及一套完整的机柜。每个控制室的操作站带独立的电子单元，并设1个先进控制操作站。控制室内采用集散控制系统其供货厂家的确定将采取招标的方式，采用国际上著名厂商的产品。集散控制系统的主要功能如下：控制功能DCS控制器具有下述功能接受来自现场的信号提供至现场的信号完成常规的PID调节进行简单计算如：加减乘除、高低限选择等。生成报警顺序控制某些先进的控制如：前馈、超前、滞后、非线性控制等。显示功能DCS操作站具有下述显示功能动态模拟流程图显示总貌画面显示组画面显示详细回路画面显示报警主画面显示报警显示超势画面显示报表打印功能可生成：班报表、日报表246、月报表。DCS应设置上位机网络接口控制回路和重要检测点的I/O卡冗余控制器、电源系统及通讯总线冗余卡点数的备用量为I/O设计数量的10%卡槽位备用空间为10%系统设置所需的机柜和接线端子柜（2）温度仪表集中检测采用铂热电阻或热电偶。t300选用铂热电阻Pt100。t300选用热电偶K、S。保护套管主要采用1Cr18Ni9Ti。防爆区域内的仪表，选用相应等级的防爆仪表。就地显示主要采用万向型双金属温度计，保护套管主要采用1Cr18Ni9Ti。（3）压力仪表集中检测采用智能型3051压力变送器或差压变送器。有的地方选用远传压力变送器，测量膜片主要采用不锈钢、钽、蒙乃尔合金。就地显示仪表采用一般压247、力表、不锈钢压力表。对于有腐蚀、易堵的地方，采用隔膜式压力表。（4）流量仪表集中检测的流量采用标准孔板配3051差压变送器。有腐蚀的地方将采用电磁流量计。就地流量测量，采用双波纹管差压计、转子流量计。主要材质选用不锈钢或PTFE。（5）物位仪表集中测量连续显示的物位，选用3051差压变关器；易堵或腐蚀性强的地方，采用法兰式或远传工液位变送器；非连续测量的物位，采用电极电容料位计。特殊情况下，采用超生波料位计。（6）分析及安全检测仪表对于甲烷和CO的单组份分析，采用红外线分析器；对于多组份多流器的分析，采用气相色谱仪及质谱仪。对于介质的PH测量，选用带清洗的流通式PH计；对于可能对人身安全产生危248、害的环境中的CO分析，选用有毒气体检测报警器进行检测，以确保人身及生产安全。空分装置分析仪包括CO2含量分析仪、O2纯度分析仪、N2纯度分析仪、WN2纯度分析仪、水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。分析器输出信号一般应为线性420mADC可直接连接至DCS或记录仪上空分装置分析仪包括CO2含量分析仪、O2纯度分析仪、N2纯度分析仪、WN2纯度分析仪、水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。分析器输出信号一般应为线性420mADC可直接连接至DCS或记录仪上。（7）执行机构大部分调节阀采用笼式调节阀，执行机构均为气动，并配以电气阀门定位器。特殊调节阀、开关阀采用国外先进产品。（8）应根据不同的场合，不同249、的介质，在选用不同的测量仪表。（9）报警及联锁系统报警报警接点为常开式，即在报警发生时，接点闭合。（10）联锁联锁系统的检测元件应单独设置。（11）动力供应（12）仪表用压缩空气仪表用压缩空气新建装置的仪表压缩空气总耗气量1000Nm3/h，备用时间20分钟。引至界区压力：0.6MPa(表)露点：操作压力下的露点应比最低环境温度低1015。含尘量：1mg/m3，含尘颗粒直径小于3m。含油：油份含量控制在8ppm以下。（13）仪表用电仪表用电：由电气专业提供二路独立电源分别送至总控室和空分控制室。仪表总用电量：50kVA电压：380V10%频率：50HZ1Hz仪表供电负荷为保安负荷，采用不间断供250、电装置（UPS）配置的无停电电源供电系统，维持时间为30分钟，电源切换时间小于5毫秒。控制回路造气、转化共有控制回路300套左右，各类信号检测点3000个左右，各类接点输入300点左右，各类接点输出300点左右。4.9.2复杂调节系统简述4.9.2.2复杂调节系统简述（1）造气的安全联锁系统：造气设在安全联锁系统的目的是保证造气和相关设备可靠安全的操作。造气炉安全系统在氧气和焦炭混合燃烧全过程中开车和正常生产时都能自动控制。安全联锁系统紧急停车的条件包括蒸汽，氧气进料或合成气冷却系统。由于和正常值的其它偏差，报警装置提醒操作员是否进行紧急停车。（2）空分控制方案说明如下：装置负荷的变化，根据空251、气纯化器出口流量控制空气压缩机的进口导叶开度来实现。高压空气进入冷箱的流量通过空气节流进下塔的调节阀来实现高压空气的压力由控制空气增压机的进口导叶开度来实现稳定。再生用污氮量由以流量为主回路与串级控制回路控制进入水冷塔的污氮量和放空量来实现。进入纯氮塔的回流液（液氮），进入低压塔的低纯氮回流液，进入低压塔的液空均设有流量调节回路，中压塔底排出的富氧液空根据中压塔的液位，控制进入低压塔流量。低压塔的压力由压力控制回路实现。根据低压塔的压力控制污氮气的排出量。送出装置的低压氮气产品、送出装置的高压氧气产品、送出装置的高压氮气产品、送出装置的中压氮气产品均由温压补偿的流量控制回路控制出装置的产品量。252、进入膨胀机的空气流量是由主冷凝蒸发器的液位控制膨胀机的喷嘴来实现的。空气膨胀机联锁：机器停车、冷箱停车、出口温度太低。空气净化系统联锁：冷箱停车、空气预冷系统停车。高压氧气纯度太低联锁。高压氮气纯度太高联锁。低压氮气纯度太高联锁。（3）转化的安全联锁系统：转化设在安全联锁系统的目的是保证转化和相关设备可靠安全的操作。转化炉安全系统在氧气和焦炉气混合燃烧全过程中开车和正常生产时都能自动控制。安全联锁系统紧急停车的条件包括蒸汽，氧气进料、焦炉气或合成气冷却系统。由于和正常值的其它偏差，报警装置提醒操作员是否进行紧急停车。4.9.3接地（1）DCS接地应按制造厂要求进行。（2）所有用电仪表外壳、仪表253、箱、盘、汇线槽电缆桥架、支架等正常不带电的金属均应进行保护接地。保护接地可与电气专业低压设备保护接地区相连。（3）信号接地一般应在显示仪表侧，且同一信号回路只能有一个接地点。（4）屏蔽接地应在控制室一侧进行，接地电阻应4。4.9.4安装4.9.4.1配管4.9.4.2测量管线（1）测量管线、管件的选用和敷设应根据自控安装图册HG/T-21581-95的要求进行。（2）管路及阀门的连接均采用压垫式。（3）配管（导压管）要求选用无缝钢管规格为14x3。（4）压力取压、差压取压采用截止阀。（5）对易冻、易凝固、易结晶、汽化的被测介质、测量管线应采取伴热和绝热措施，伴热方式一般为蒸汽伴热。4.9.4.254、3气动信号管线采用不锈钢管（304）：规格为61或81。4.9.4.4仪表供气管线（1）一般采用镀锌水煤气管管路连接采用螺纹连接。（2）装置供气总管入口应设切断阀，每个用气仪表应设置气源切断球阀。4.9.4.5配线4.9.4.6线型选择（1）现场仪表电源线一般为铜芯PVC绝缘、PVC护套电力电缆，其截面1.0mm2。（2）来自现场仪表信号线采用铜芯，双绞线、带屏蔽、PVC绝缘PVC护套计算机用电缆，线径为1.01.5mm2。（3）补偿导线选用屏蔽型，应与所使用的热电偶相对应，线径为1.52.5mm2，PVC绝缘PVC护套。（4）仪表盘内的配线采用0.5mm2的交流500V铜芯聚氯乙烯绝缘软线。255、但安全联锁系统及电源用线所用的线径为1.52.5mm2。4.9.5电缆敷设由控制室至装置区及装置区内采用汇线槽架空敷设方式。由桥架到现场仪表采用穿线管保护，中间加挠性管过渡。4.9.6存在问题某些特殊的仪表、调节阀，需在工艺最终条件确定后，才能确定最选类型及型号和类型。4.10工艺装置设备一览表空分主要设备一览表序号设备名称设备规格单位数量材料备注1空气过滤器过滤阻力：0.30.5kPa台1Q235-A.F2空气压缩机组驱动形式：蒸汽套1与增压机连轴流量：107000Nm3/h组成一个机组进口压力0.09MpaA出口压力0.63MPaA3空气增压机组驱动形式：蒸汽套1流量：58850Nm3/h256、进口压力0.60MPaA出口压力2.75/7.0MPaA4汽轮机形式：全凝式套1驱动空压机和蒸汽压力：3.5Mpa增压机蒸汽消耗：54t5公共润滑油站6启动抽汽器7两级抽汽器8空气冷却塔形式：填料塔台116MnR9水冷却塔形式：填料塔台116MnR10常温水泵电机功率：45KW台211冷冻水泵电机功率：22KW台212水过滤器台413冷水机组台114分子筛吸附器处理量：10700Nm3/hr台216MnR氧化铝球：2-5A分子筛：13X-APG 48目15电加热器功率：550Kw台216MnR16增压透平膨胀机组套217增压机后冷却器台218分馏塔系统套118.1主换热器单元板翅式换热器组11257、8.2氩换热器单元板翅式换热器台118.3上塔填料塔台118.4下塔双溢流筛板塔台118.5主冷凝蒸发器台118.6过冷器板式单元板翅式换热器台118.7粗氩塔（1）填料塔台118.8粗氩塔（2）填料塔台118.9粗氩冷凝器板翅式换热器台118.10纯氩塔填料塔台118.11纯氩冷凝器台118.12纯氩蒸发器台118.13液氩计量罐台118.14工艺液氩泵附：电机功率：30KW台218.15蒸汽喷射器台118.16液氧泵附：电机功率：45KW台219空气放空消音器台1Q235-A.F20污氮放空消音器台1Q235-A.F21氧气放空消音器台1SS.22仪表空气过滤器台1OCr19Ni923液氧258、贮槽真空立式粉末绝热贮槽V=50m3台224液氩贮槽真空立式粉末绝热贮槽V=50m3台125液氮贮槽真空立式粉末绝热贮槽V=50m326液氮汽化器台1造气主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料备注1富氧气化炉2800台3C.S炉篦套3耐热铸钢炉底套3铸钢灰斗及上、下阀个6碳钢等传动装置套32煤仓650070005800台3碳钢等VN=85m33分离器2800 H=10828mm台3SS/CS4水封槽800 H=1200mm台3碳钢5洗气箱3000 H=4081mm台3碳钢6洗涤塔水封1200 H3600mm台1C.S7蒸汽氧气混合器1340 H3820mm台3SS8废热锅炉2406167259、30台3C.S附：汽包16325000台3C.S9废热锅炉21249600，F=450m2台3C.S附：汽包14285000台3C.S10自动加煤机55.863t/h，N4.0kW台3组合件11空气鼓风机Q=110m3/min，N=37kW台1C.S12煤气洗涤塔3400 H=17491mm台1C.S13烟囱900 H=30m台3C.S14防爆电动葫芦Q=3t，H=25m，N=4.0+0.4kW台1C.S15油压系统套1组合件附：阀站套3附：油压泵台316气柜前水封470024002000台1C.S17气柜后水封480024002000台1C.S18泡沫除尘器3000 H8120 mm台1C.260、S/SS19电除尘器水封1100 H=2300mm台1C.S20放净水封500 H=2300mm台1C.S21气柜VN=5000m3台1组合件24500/23500/22500H21580mm22缓冲罐1600 H5033mm台1C.S23混合器410 H1715 mm台1C.S24湿式电除尘器3500 H=13150mm台2C.S25间断冲洗水泵75108m3/h，H=30m台1组合件附：电机N=15kw台126间断冲洗水泵10080m3/h，H=60m台1组合件附：电机N=37kw台127放空火炬1000/500台1C.SH=36426mm28水煤气鼓风机风量：Q=280m3/min台2组261、合件P=9.8kpa附：电机75 KW，10000V29后冷却器8004500 F=161.3m2台1C.S30分离器12003300台1C.S31稳压水封180010002000台1C.S压缩主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料备注1焦炉气压缩机组离心式，气量：60000 Nm3/h台1组合件包括压缩机中间冷却器、油泵、汽轮机、凝汽器等相关设备入口0.1005 MPaA，出口3.0 MPaA凝汽式蒸汽透平驱动消耗蒸汽45.5t/h 3.8MPaG，450功率10600KW2电捕除尘器处理气量60000 Nm3/h台23活性炭除尘器处理气量60000 Nm3/h台24煤气压缩机组往复式262、对称平衡压缩机，四段六缸台2组合件包括压缩机中间冷却器、油泵等相关设备入口0.1005 MPaA，出口2.8 MPaA打气量20000 Nm3/h电机3870KW，6000V转化主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料(壳/管)备注1转化炉2800/2000H=15600mm台115CrMo衬耐火衬里400mm2中压废热锅炉F=350m2台1CS/SS/15CrMo3蒸汽过热器/锅炉给水加热器F=166+166m2台1SS/15CrMo4脱盐水加热器F=441m2台2CS/SS5氧气加热器F=76m2台1CS/SS6洗涤塔台1CS+SS7加热炉台1CS/SS8洗涤水冷却器F=320 m2台263、19洗涤水循环泵H=30m台2SS脱硫主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料备注1脱硫塔2400，H47000台116MnR填料：增强塑料扁环内件不锈钢2再生塔1200/2000，H41000台116MnR/不锈钢上塔：五块旋流板内件不锈钢下塔：不锈钢扁环填料下塔：碳钢扁环填料3贫液泵Q=260m3/h H=340m台24回流水泵Q=4m3/h H=60m台25脱硫高压闪蒸槽2600 H直13000台116MnR内件不锈钢6脱硫低压闪蒸槽2600 L直9000台116MnR内件不锈钢7进塔气分离器1200 H4000台116MnR内件不锈钢8脱硫气分离器1200 H4000台116MnR264、内件不锈钢9闪蒸气分离器800 H3500台116MnR内件不锈钢10酸性气分离器900 H3500台1不锈钢11回流水槽2500 H2500台1碳钢内涂防腐层12溶液过滤器陶瓷超膜过滤器台1碳钢/不锈钢定型设备13贫富液换热器I波纹管式台116MnR定型设备1400，L=6000管程不锈钢F总=890m214贫富液换热器II波纹管式台216MnR/不锈钢定型设备1300，管长7000管程不锈钢F总=1300 m215一次水冷器列管式台11400，L=4500F总=650m216酸性气水冷器列管式，立式台116MnRF=140m2管程不锈钢800，L=450017蒸汽煮沸器1600，管长450265、0台1不锈钢F总=650 m2甲醇合成主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料备注1甲醇预热器F=2828m2台115CrMoR+0Cr18Ni10Ti2脱硫塔210012000台2不锈钢上面一层水解脱硫剂Vk1=9.2m3下面一层Fe2O3脱硫剂Vk2=24.9m33脱盐水加热器F=340m2台116MnR+0Cr18Ni10Ti4甲醇水冷器F=2704m2套116MnR+0Cr18Ni10Ti5甲醇合成塔400014729台1S31803+15CrMoR+13MnNiMoNbR1列管442，L=8000F=4897m2 Vk1=53m36合成汽包24006640台116MnR7甲醇分离266、器24009580台116MnR+OCr18Ni10Ti8甲醇闪蒸槽26008004台116MnR9合成气缓冲罐20006295台116MnR10排污膨胀槽12003800台1Q235-B11水洗塔5007959台116Mn+0Cr18Ni9hk=4.0m，Vk=0.785m312蒸汽喷射器DN150/DN150/DN1001755台113消声器台1碳钢14新鲜气压缩机成套供货台115甲醇循环气压缩机成套供货台116蒸汽透平成套供货台117透平表面冷凝器成套供货台118冷凝液泵成套供货台119氢回收装置成套供货套1除雾器成套供货加热器成套供货膜分离器成套供货甲醇精馏主要设备一览表序号名称型号及267、规格单位数量材料备注1粗甲醇预热器F=26m2台1碳钢2预塔冷凝器F=699m2台1碳钢3膨胀气冷却器F=314m2台1碳钢4预塔再沸器F=224m2台1碳钢5加压塔再沸器F=729m2台1碳钢6精甲醇冷却器F=173m2台1碳钢7常压塔再沸器F=1112m2台2碳钢8常压塔冷凝冷却器F=2206m2台1碳钢9废水冷却器F=46m2台1碳钢10杂醇馏分冷却器F=20m2台1碳钢11加压塔进料预热器F=38m2台1碳钢12常压塔进料冷却器（两台串联）F=214m2/台台2碳钢两台串联13回收塔再沸器F=55m2台1碳钢14蒸汽冷凝液冷却器F=446m2台1碳钢15预精馏塔200026575台1碳268、钢填料塔不锈钢16加压精馏塔220039600台1碳钢填料塔不锈钢17常压精馏塔300045260台1碳钢填料、浮阀塔不锈钢18回收塔90027920台1碳钢（填料/塔板）19粗甲醇贮槽820012160 VN=500m3台2碳钢内浮顶20配碱液槽14002000 VN=3m3台1碳钢21预塔回流槽600/20007246 V=18m3台1碳钢U型管冷却器规格：F=35m222加压塔回流槽600/26008988 V=27.8m3台1碳钢U型管冷却器：F=35m223常压塔回流槽24007592 V=32m3台1碳钢24精甲醇计量槽650011610 VN=300m3台2碳钢25排放槽3000269、8454 VN=55m3台1碳钢26甲醇地下槽12003781 V=3.9m3台1碳钢27废水槽14004433 V=6.3m3台1碳钢28回收塔给料槽16006515 V=12.4m3台1碳钢29废水自吸槽3001612 V=0.05m3台1碳钢30碱液槽14002000 V=3.1m3台1碳钢31解析器14004022 V=5.1m3台1碳钢32烷烃油贮槽22006680 V=24.4m3台1碳钢33中间罐区地下槽12003781 V=3.9m3台1碳钢34杂醇油储罐45008660 VN=100m3台1碳钢内浮顶35甲醇储罐45008660 VN=100m3台1碳钢内浮顶36碱液泵P出=270、0.65MPa(G)台2不锈钢37预塔进料泵H=70m台2不锈钢38预塔回流泵H=60m台2碳钢39加压塔进料泵H=135m台2不锈钢40加压塔回流泵H=75m台2不锈钢41常压塔回流泵H=75m台2不锈钢42回收塔进料泵H=40m台2不锈钢43回收塔塔底泵H=50m台2不锈钢44精甲醇泵H=55m台2不锈钢45地下槽泵H=37m台1不锈钢液下泵液下深度：L=1200mm46废水泵H=50m台2不锈钢47洗涤液泵P出=5.4MPa(G)台2不锈钢48中间罐区地下槽泵H=37m台1不锈钢液下泵液下深度：L=1200mm49配碱泵H=10m台1不锈钢管道泵50杂醇油泵H=20m台2不锈钢51甲醇泵271、H=66m台2不锈钢甲醇罐区主要设备一览表序号名称型号及规格单位数量材料备注1精甲醇贮槽30000x16500 VN=10000m3台2碳钢内浮顶2杂醇贮槽60000x5000 VN=140m3台1碳钢固定顶3甲醇地下槽1200x3781 V=3.9m3台1碳钢4精甲醇泵H=50m台2碳钢/铸铁5杂醇泵H40m台1碳钢/铸铁6地下槽泵H=37m台1不锈钢液下泵7甲醇汽车鹤管DN100台4碳钢5原材料、燃料及动力的供应5.1原料及燃料的供应5.1.1焦炉气本工程制甲醇原料采用焦炉气来自xx焦化公司，供气总量4.24亿标立米。由焦化厂通过管道送至装置内。焦炉气工艺规格如下：组分COCO2H2CH4272、N2O2CmHnH2OH2S%（v）6.302.5057.526.03.00.703.01.00.3g/NM3组分CS2噻吩萘氨HCN焦油合计%（v）0.35 g/Nm30.065 g/Nm30.2 g/Nm30.03 g/Nm34 g/Nm30.5 g/Nm30.5 g/Nm3100温度：常温压力：0.105MPa(A)供气量：焦化厂供气能力确定为4.24108Nm3/年，计算天数365天。每天气量：116.16104Nm3/d，小时供气量48400Nm3/h，甲醇厂开工率只能达到90%，即333天（8000小时），由此确定甲醇全年耗焦炉气量为3.872亿立米/年。甲醇厂停产所余0.368亿273、立米（0.368108 Nm3/年）另作它用。5.1.2焦炭本工程富氧造气的原料焦采用来自xx焦化公司生产焦炭筛选下来的小粒焦，年耗总量80136吨，由界区外通过汽车送至装置内。小粒焦组分如下：挥发份1.60固定碳78.13灰分15.60硫0.44水分4.23粒度825mm符合气化焦机械强度5.1.3燃料煤本工程锅炉的燃料煤采用本地生产的动力烟煤，炼焦洗煤副产的xx和泥煤，本项目燃料煤用量37.3吨/小时。燃料煤平均热值1465016750KJ/Kg（35004000Kcal/Kg）。本甲醇项目原料、燃料规格、来源及用量表表5-1-1序号名称规格小时用量年用量运输方式备注1原料焦炉气H2 7.5%C 39.8%Ts 66g/Nm3常温常压饱和水热值3540 Kcal/Nm349000Nm3/h4.24亿Nm3/年管道操作8000小时/年2原料焦炭固定碳78.13%灰分15.60%水分4.23%粒度825mm热值7000kcal/kg10.017 t/h（入炉）8.24万吨/年汽车年用量考虑2.8%损失3燃料煤灰分30%水分5-10%热值35004000kcal/kg