1、新能源有限公司年产80万吨二甲醚工程项目可研报告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58可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目录1 总论101.1 概述10.1项目提出的背景111.2结论及建议141.3主要技术经济指标表152 存在问题和建议172.2目前正进行场地的初勘工作，2、地质情况不太明确，地基处理费用估计有出入172 市场预测172.1二甲醚产品用途、现状及需求17二甲醚特性17二甲醚产品用途17.1 车用燃料18.2民用燃料20.3气雾胶推进剂22.4作为环保型制冷剂和发泡剂22.5用作化工原料23.6二甲醚发电23二甲醚和LPG的供求状况23.2国内二甲醚生产现状及供求预测24.3世界LPG的供求现状262002年世界LPG需求情况26二甲醚替代LPG27LPG-1千万吨29二甲醚销售市场分析30二甲醚产品价格预测303 产品方案及生产规模313.1产品方案313.2建设规模324 工艺技术方案324.1工艺技术方案及技术来源32本项目是利用新疆丰富的煤炭3、资源，建设公称能力为80万吨/年二甲醚装置。32碎煤加压气化配套低温甲醇洗净化是最合理的组合，化学工业第二设计院的低温甲醇洗工艺装置已基本实现国产化32.2 煤气净化工艺技术的选择34.3 甲醇合成技术的选择36.4 二甲醚合成技术的选择37“整体法”、“整体一步法”38.5 硫回收技术的选择401）传统克劳斯工艺402H2S+3/2O2 2H20 +SO240SO2+ 2H2S3S+ 2H2O402) 催化氧化技术402H2S+O22S +2H2O41SO2+3H2H2S +2H2O41COS+H2H2S +CO413) 尾气处理工艺414) 壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工4、艺415) WSA工艺42.7甲烷深冷分离装置技术的选择424.2工艺装置综述434.3 装置简述43.2 概述43.1.3.3 锅炉备煤装置44.1.4 控制方式45.2主要设备选型及台数确定47.3原材料、动力规格及消耗量47.2 流程简述49.3原材料、动力消耗量及废物排放量501）原材料及动力消耗量见下表50低温甲醇洗50.2流程简述51.3原材料、动力消耗量及产品531）变换废水：10t/h 去污水回用装置542）废气：1235 Nm3/h54COS+ CS2 6 mg/Nm354.2工艺技术方案比较和选择541. 混合制冷552. 吸收制冷553. 离心式压缩制冷554.3.5.45、消耗定额55NH3：0.01%56.2.2 CO2压缩机58.3消耗定额58CO+2H2=CH3OH+Q60CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q608CO+17H2=C8H18+8H2O 等60.2原材料及动力消耗定额61.3主要设备的选型说明61.2 动力消耗63CH3OH + CH3OH (CH3)2O + H2O + 热64.2原材料及动力消耗65.3原材料、动力消耗及产品67.2流程简述68.3原材料、动力消耗69H2S 3.8%69.2流程简述70.3原材料、动力消耗70.3流程特点71.4流程简述72.2生产流程简述74.3原材料及动力消耗75.1.2二甲醚罐区75.2贮罐的容量6、数量及形式见下表76.4物料贮存及运输情况76.6废水排放77.2工艺流程说明77.3控制方式77.4环境保护及三废处理77.2空分装置规模78.3空分装置流程选择79.4工艺方案及主要设备选型80.5流程简述80kW81Ca2+、Mg2+、极微量粉尘等81.4 其他配置说明822. 分析仪表的预处理系统及分析小屋应与分析仪表成套设计。825 原材料及动力供应835.1原料供应83(2) 运输方式845.2 主要原材料、燃料价格现状845.3 主要辅助材料供应845.4 动力供应84.2 供电851、供电负荷852、供电回路及电压等级85.3 蒸汽866 建厂条件和厂址方案866.1 建厂条7、件866.2 厂址方案897 公用工程和辅助设施方案897.1 总图运输89设计依据89总平面布置89其它917.2给排水92（1） 生活给水系统92.2工厂排水方案94（3）工艺流程96设备的选择987.3供电1001. 电气主接线及变配电室的设置。102直流系统102主要用电设备选型103中性点接地系统及配电电压10335kV 3PH 中性点不接地系统103防静电、 防雷及接地104电修104节能措施1047.4 供热及脱盐水104Sar=0.45%106Qb,ad=20770kJ/kg106.3.3 烟气脱硫106.2 脱盐水能力确定107.3 脱盐水工艺方案确定107SiO20.02m8、g/l108.5 再生1087.5 贮运设施及机械化运输1087.6 厂区外管网109管道输送的介质及其分类109.2管道设计109.3 管道材质的选择110.4管道的特殊要求110.5 管道的保温及防腐1107.7 采暖通风及空气调节110设计原则的确定1107.8 仪表空压站110工艺方案的比较与选择110主要设备选型及配置111工艺流程简述1117.9 维修1117.10 分析化验111中央化验室任务112中化室的规模、组成和面积确定1127.11 土建1127.12生活福利设施1138 节 能1148.1 编制依据1148.2 编制原则1148.3 项目综合能耗计算1148.4 节能措9、施114工艺节能措施1144.按不同的保温要求，选用保温性能好的材料。115给排水节能措施1158.5节能指标1169环境保护1169.1厂址与环境现状1169.2编制依据及采用标准1179.3建设项目主要污染源及主要污染物排放量118.4噪声1239.4设计中拟采用的环保治理措施1239.5环境影响分析126水环境影响分析1269.6绿化设计1269.7环保投资估算12710劳动安全与工业卫生12710.1设计依据12710.2生产过程中危险有害因素的分析129危险有害因素的分析13110.3设计中采取的防范措施132防尘防毒、防灼伤13410.4安全卫生管理机构13510.5安全卫生投资估10、算13611 消防13611.1工程概述及消防环境现状13611.2本设计执行的标准、规范13611.3工程的火灾危险性分析13611.4工程设计中的安全措施13711.5消防设施和措施1371.厂区建立企业专职消防队，设消防车及训练塔、训练场地等。13711.6 消防投资估算13812 组织机构和劳动定员13812.1 组织机构13812.2 生产班制及定员13912.3 人员来源和培训140人员来源140人员培训141人员工资及福利14113 项目实施规划14113.1 建设工期的规划14113.2 建设工期14113.3 实施进度安排14214 投资估算和资金筹措方案14314.1投资估11、算143估算依据和说明143建设投资估算14314.1.3 建设期利息估算14314.1.5 项目总投资14314.2 资金筹措及投资使用计划14415财务、经济评价及社会效益评价14415.1产品成本和费用估算144产品成本和费用估算的依据和说明1443.本项目无形资产、递延资产分别按10年和5年分别进行摊销。144成本费用估算14515.2 财务评价145财务评价依据和说明145.1建设进度及生产负荷145.2 产品生产规模及价格145.3流转税金及附加估算145（1） 进项税金估算145（2） 销项税金估算145（3） 城市维护建设税和教育费附加146主要报表分析146.1 财务现金流量12、表146.2 损益表146财务评价的主要指标146.1静态指标：146.2 动态指标：146不确定性分析147.1 盈亏平衡分析147BEP(生产能力利用率)=147=27.7%14715.3 结论1471 总论1.1 概述1.1.1项目名称、主办单位名称、企业性质及法人项目名称: 新疆xx新能源有限公司80万吨煤基二甲醚项目主办单位名称: 新疆xx新能源有限公司企业性质：民营法人: xx项目建设地址:新疆哈密地区xx县1.1.2编制的依据和原则1.1.2.1编制的依据：（1）新疆xx提供的有关资料及厂址初步选择报告（2）新疆xx提供的有关供水、供电、项目征用土地意见和建设项目环境保护意见的批13、文及资料（3）有关煤炭资源利用的批文及资料（4）新疆xx对当地煤种进行的煤种分析报告（5）中华人民共和国环境保护法、中华人民共和国劳动安全法等相关的国家法律、法规（6）化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定.2编制的原则：（1）认真贯彻执行国家基本建设的各项方针、政策和有关规定，执行国家及各部委颁发的现行标准和规范。（2）结合实际情况，选择技术先进、工艺成熟、切合实际的设计方案，并采用高新技术及其它行之有效的节能措施，降低生产成本和投资，力争达到国际先进水平。（3）提高机械化和自动化水平，仪表选型切实可靠与适度先进相结合。（4）设计中尽一切努力节能降耗，节约用水，提高水的重复利用率，减少一14、次水的用量。（5）注重环境保护，设计中选用清洁生产工艺，确保工艺水的闭路循环，在生产过程中减少“三废”排放，同时采用行之有效的“三废”治理措施，贯彻执行“三废”治理、“三同时”的原则。（6）注重劳动安全和卫生，设计文件应符合国家有关劳动安全、劳动卫生及消防等标准和规范要求。（7）贯彻化工生产装置布置的“五化”原则，即一体化、露天化、轻型化、大型化和国产化，以达到节省投资和减少占地的目的。（8）做好劳动保护和工业卫生，减轻劳动强度，保护职工身体健康。1.1.3项目提出的背景、投资必要性和经济意义.1项目提出的背景新疆xx实业投资 (集团)有限责任公司创建于1989年，经过17年的创业发展，目前已15、形成拥有122.98亿元资产，24462名员工，集液化天然气业、汽车服务业、房地产业等为一体的现代化大型民营企业集团。 xx集团自1998年以来，积极参与国企改制，先后兼并重组了29家国有、集体企业，安置了近2万名困难企业职工，并使这些濒临破产的企业一举脱困，扭亏为盈。2002年，xx集团抓住国家实施西部大开发和自治区实施“资源优势向经济优势转换战略”带来的历史机遇和发展契机，进军液化天然气（LNG）产业，全力以赴投资LNG项目。项目计划总投资90亿元，分期建设。全部工程完成后，LNG年生产能力可达到 40亿立方米。届时，将形成集天然气销售、机械加工、运输业等为一体的巨大产业链，综合收入可超过16、150亿元。 汽车服务业是随着xx集团近年来积极参与国有企业改制而崛起的新兴产业，是xx集团重点发展的三大产业之一。通过近4年的整合和精心运作，目前已形成了以广西机电、河南裕华汽贸、新疆机电3家汽车服务企业为主导，集汽车销售、服务为一体的xx汽车服务的产业格局，现有4S专卖店52个，24个品牌专卖店，代理销售的国内外品牌达88个。截止2005年末，汽车服务业资产总额为25.09 亿元，销售网络遍布区内外市场。2005年，xx汽车服务业实现经营收入66.1亿元。xx房地产业从 1993年起步，经过14年发展，相继开发了49个商住小区、11个综合大厦、4个高层公寓、1个度假村、2个工业园、2座别墅17、区和8个集中供热站，累计开发面积817万平方米。商品房开发量占乌鲁木齐市商品房总开发量的70%以上，是自治区开发规模最大，营销数量最多，经济效益最好的房地产开发商。2005年xx房产业实现经营收入24.4亿元。由xx房产开发的“优诗美地”项目被中国住交会组委会、中国住交会主流媒体联盟评为“2004年度中国房地产优秀别墅”。xx物业管理公司目前管理面积达1200余万平方米，是新疆最大的物业管理专业公司。2005年，被国家建设部评为“一级资质物业管理企业”，是自治区惟一一家获得此项资质的企业。为适应现代房地产业发展要求，xx房地产业将立足新疆，积极开拓区外市场，充分发挥经营传统住宅房地产优势，并使18、之与现代物流产业和商业地产发展有机结合，进一步打造xx房地产综合竞争力。 致富思源、富而思进。xx集团在发展过程中，始终不忘扶贫济困，真诚回报社会。17年来，xx集团共向教育、科研、国防、文化、卫生、体育、贫困地区、灾区、希望工程、爱心助残、市政建设等累计捐款达5600余万元，为新疆的经济繁荣、社会稳定做出了积极贡献。xx集团的迅猛崛起既是不断创新的结果，也是重视党组织建设和精神文明建设的结果。xx集团党组织成立于1993年，经过13年的发展，截止目前，已由成立之初的1个党支部，13名党员发展到15个党委、17个党总支、143个党支部，共有党员4485名。面对新的经济形势，xx集团将紧密依托新19、疆优势资源，坚持以人为本的科学发展观，充分发扬xx人 “追求卓越，永无止境”的精神，全力以赴发展液化天然气产业、汽车服务业和房地产业，将这三个产业做稳、做精、做强，打造企业新的核心竞争力，不断促进企业稳步、可持续发展，为xx集团跨入中国企业百强行列奠定坚实、可靠的基础。由于新疆xx的煤具有固定碳含量高、产气量高、热值高,内在含水和含氧量低,是优质的气化原料煤。.2项目建设的必要性能源是国民经济发展的重要物资基础。煤炭是我国分布较广、储量最多的能源资源。我国是世界上最大的煤炭生产国和消费国。而石油和天然气由于资源等方面的原因，我国石油产量难以大量增加和满足要求，因此，由于我国石油资源的短缺致使我20、国成为石油进口大国，这无疑将对我国外汇平衡和世界油价带来不可忽视的冲击，同时威胁到国家的能源和经济安全。根据这一能源形势和中国经济发展的巨大需求量决定了我国能源仍将主要依托煤炭深加工作为主要能源的格局在相当长的时期内不会改变。我国的石油资源储备形式十分严峻。按照国际能源机构的有关统计，中国石油剩余探明储量到2000年约为32.7亿吨，仅占世界剩余探明储量的2.3%，人均剩余探明储量约是世界平均值的1/10。据国内有关资料介绍，八十年代以来，我国石油开发生产后备资源不足的问题日趋严重，资源品质下降，陆上主力油田大部分处于产量递减、采油成本上升状态。自1993年开始，我国已从石油出口国转变为石油净21、进口国，2000年原油及石油制品净进口量约为6960万吨，2001年增至7962万吨，2003年达9379万吨。据预测，今后20年我国原油产量基本维持在1.61.8万吨/年，而随着国民经济的发展，预计2005、2010、2015年我国石油消费将达到2.43亿吨、2.96亿吨、3.60亿吨。届时，我国每年将进口大量原油和成品油，石油短缺已成为一个不可忽视的严峻现实。对于我国这样一个地域广阔、人口众多、石油消费日趋增长的大国，如果仅仅依靠国际市场来满足消费需求，既需要大量的外汇，也存在能源供应安全和影响经济稳定发展的问题。因此，从战略高度和保障国家经济安全考虑，我国迫切需要不断发掘新资源储备，或者22、寻求替代品。目前以煤为主要原料，间接液化生产油品（汽油，柴油等）、代油化工产品和煤基二甲醚、甲醇及其衍生物产品的工艺技术已经成熟，可以逐步填补石油及油制品的空缺，对我国煤化工的发展及能源发展将起着极其重要的作用。我国煤炭资源十分丰富。在整个西部地区，新疆是煤炭储量丰富的省份之一，不仅可满足区内需要，而且大量向全国其它地区调拨。在地理区位上，新疆处于我国地区的东缘，是华北地区进入西北的通道，在新疆建设煤化工基地，其产品在西北、西南都有广阔的市场，可起到调整新疆地区经济结构促进产业配置优化升级和资源最佳配置，实现地区经济腾飞的作用。目前新疆经济结构中的原材料大多以初级产品为主，产品技术含量低，且附23、加值较低，结构效益低下。因此充分利用区域内的资源综合优势，建设大型重化工基地生产高附加值产品，将资源优势就地转化为技术优势是实现新疆经济结构调整与优化升级的重大举措，同时这一举措也符合国家产业政策，也是我国西部大开发战略的要求。二甲醚项目的建设是加快新疆地区发展，全面建设小康社会的迫切需要。近些年来，新疆呈现了加快发展的良好势头，人均国内生产总值在全国省区中的排名由第27位上升到第22位。但是由于种种原因自治区的经济基础仍然十分薄弱，发展水平仍然较低，集中力量加快发展是当前和今后一个时期的首要任务。项目建成后将产生巨大的社会和经济效应，对加快全面建设小康社会无疑具有重大的推动作用。1.2结论及24、建议1.2.1 研究的简要结论通过市场分析，技术方案论证，厂址及技术经济分析，初步结论如下： 本工程为煤炭洁净高效生产系统，是煤炭综合利用，提高附加值的最有效最经济的途径，符合国家的产业政策，能源和环境保护政策。 以煤为原料生产甲醇、二甲醚和液化甲烷（LNG），二甲醚替代液化石油气，具有广阔市场，产品成本具有较强的竞争力。 所选厂址条件较优越，交通运输方便，公用工程供应完全满足要求，原料供应可靠，运输距离较短。 技术经济分析表明，项目经济效益较好，项目全投资内部收益率（所得税后）为28.52%，盈亏平衡点为27.7%左右，说明此项目有较强的抗风险能力。1.3主要技术经济指标表主要技术经济指标 25、表1-1序号项目单位数量备注1生产规模万t/a85.72产品方案2.1主产品二甲醚万t/a85.72.2付产品石脑油万t/a1.75中油万t/a5.34焦油万t/a3.03硫酸万t/a5.40粗酚万t/a2.68液氨万t/a2.83甲烷气万Nm3/a551633年操作日天3007200小时4原料及燃料煤用量原料煤万t/a297.4燃料煤万t/a151.65辅助材料和化学品用量催化剂t/a21032%NaOHt/a475231%HCLt/a5292甲醇t/a2880二异丙基醚t/a1382价格12500元/吨液氨t/a17污水处理药剂t/a1560循环水药剂t/a5106公用动力消耗量新鲜水万t26、/a12417全厂三废排放量废水t/h66.8废气万Nm3/h120主要为锅炉及加热炉烟气废渣、灰万t/a65.52主要为气化及锅炉废渣污泥t/a2500污水处理8运输量万t/a672.3运入量万t/a450.9运出量万t/a221.49全厂定员人1350其中:生产工人人1044管理和技术人员人30610占地面积hm2103.211工程项目总投资万元576053.1311.1基建投资万元565793.1311.2固定资产方向调节税万元11.3铺底流动资金万元11.4基建期利息万元1026012项目固定资产投资万元554554.6613资本金万元456053.1314基建贷款万元1200001527、年销售收入万元383154.05平均16年销售税金万元4391.66平均17年总成本费用万元88428.11平均18年利润总额万元290503.22平均19年所得税万元28673.25平均20投资利润率%45.45平均21投资利税率%50.43平均22成本费用利润率%295.92平均23投资收益率%24外汇贷款偿还期年含基建期25国内贷款偿还期年含基建期26投资回收期(所得税后)年5.37含基建期27投资回收期(所得税前)年5.37含基建期28全投资内部收益率%28.52所得税后29全投资净现值万元790567.41所得税后30全投资内部收益率%28.52所得税前31全投资净现值万元8987428、7.05所得税前32自有资金内部收益率%28.5233自有资金净现值万元34全员劳动生产率万元/人年307.52附：新疆xx新能源有限公司80万吨煤基二甲醚投资估算表。2 存在问题和建议2.1整个工艺装置中空分、甲烷深冷分离、甲醇合成、二甲醚合成、硫回收装置都准备引进技术和关键设备，待技术交流、方案确定后，工艺方案、投资会有所偏差。2.2目前正进行场地的初勘工作，地质情况不太明确，地基处理费用估计有出入2 市场预测2.1二甲醚产品用途、现状及需求二甲醚特性二甲醚（DME）是一种新型的清洁能源，具有替代石油和天然气产品的潜力。在室温下是无色气体，在0.6MPa下为液体，无腐蚀性和致癌性。国际上称29、之为21世纪洁净燃料，化学式为CH3OCH3，分子结构中只有C-H、C-O键，没有C-C键，其特性与液化石油气十分相似。十六烷值高达55以上。燃烧时无黑烟。释放的二氧化硫、一氧化碳和氮氧化物极少，符合绿色能源的要求。二甲醚主要特性见下表。二甲醚主要特性分子式CH3OCH3分子重量46.07物理性质气体易于液化，火焰无色沸点-24.9熔点-141.5燃点-41.4液体密度0.66lg/ml临界压力5.23MPa临界温度128.80自燃温度350爆炸极限Vol：3.45-26.7%燃烧热1455kJ/mol蒸发热467.4kJ/kg十六烷值5560可溶于：水、汽油、CCl4、苯、氯苯、丙酮、乙酸甲30、脂二甲醚产品用途今天世界上消耗的二甲醚主要是作为气雾推进剂中氟氯碳的一种替代品(用于带喷嘴的化妆品，涂料和农业化学药品的罐装容器中)。也作为化工原料，用来生产硫酸二甲酯,聚甲基苯和高纯度氮，N-二甲基苯胺和其他化学物的甲基试剂。另外，它还作为清洗剂，用于高精密仪器（电子仪器）表面的清洗。所有这些用途都需要高纯度的二甲醚。因此，现在生产的所有的二甲醚，其纯度几乎都超过99wt%。本工程生产的为“燃料级二甲醚”，将主要作为替代柴油的“车用燃料”与替代LPG的“民用燃料”。作为“民用燃料（气体燃料）”其纯度必需98wt%；作为“车用燃料（液体燃料）”其纯度可适当降低。但是，将来有可能作发展其他用途，31、在本章节将简要的讨论所有的用途。.1 车用燃料 90年代以来，我国的汽车业发展很快，年均增长率为12.7%。随着机动车数量的增加，我国石油出口国变为一个石油进口国。但机动车用石油基燃料会造成环境污染。中国面临着严重的污染问题，尤其是在大城市。为了解决这些问题，世界范围内都在研究开发未来汽车代用燃料。相比来说，常规发动机代用燃料的LPG、LNG和甲醇等正在进行发动机点火的示范测试，因为他们的十六烷值低于10，只适合于点燃式发动机。二甲醚具有较高的十六烷值及很好的压缩性，非常适合压燃式发动机。结果显示出二甲醚是一种理想的新型燃料，可以替代柴油发动机。试验指出，汽车使用二甲醚和使用石油燃料相比，使用32、二甲醚的汽车将大大降低污染物的排放，尾气不需催化转化处理能够满足国家的排放标准。另外，二甲醚发动机的噪音水平比石油燃料发动机的低。下表提供了二甲醚机动车燃料和柴油燃料的特性比较。二甲醚和柴油的主要物理特性比较名 称二甲醚柴油化学式CH3-O-CH3CXHY分子重量46.07190220沸点()-24.9180360液体密度(g/cm3)0.6610.84理论空气燃料比率9.014.6十六烷值55604055蒸气化潜热(kJ/kg)460290低热值 MJ/kg28.8442.5自燃温度()235250粘结性(cp)0.154454碳(%)52.286.0氢(%)13.014.0氧(%)34.833、0二甲醚经研究指出，二甲醚作为马达机动车燃料使它成为一种代替柴油的理想的新型燃料，因为：l 二甲醚的十六烷值比柴油高（5560）l 自燃温度低l 在燃烧期间产生的碳质烟雾排放物极少l 对金属无腐蚀l 在用于石油燃烧系统时，无需专门的材料要求l 具有高能量，低噪音，而且在燃烧时无颗粒释放物，因此二甲醚可以满足柴油机的环保要求。1997年以来，西安交通大学在“福特中国研究发展基金”的支持下，开展了直喷式柴油机燃用二甲醚的性能和排放研究，结果指出二甲醚发动机具有：l 单位功率比柴油发动机高1015%l 较高的热效率（高23%）l 低噪音（低1015dB）l 超低的废气排放量，如：氮氧化物、一氧化碳和34、碳氢化合物比柴油发动机用常规燃料的排放量都低，相应为30%、40%、50%。这说明使用二甲醚可以满足欧洲和加利福尼亚的超低排放值（ULEV），这是在世界上最严格的标准。下表提供了用二甲醚柴油发动机释放量和ULEV释放标准值的比较。二甲醚发动机和ULEV释放值的比较ULEV二甲醚发动机试验的释放值NMHC (包括甲烷)1.30.21CO7.23.2NOx +HC2.52.4PM0.050.033HC CO0.250.25二甲醚发动机还能够满足欧洲标准的排放要求，我国在2003年9月已经采用了该标准。下表是欧洲标准和二甲醚柴油发动机排放量的比较。二甲醚发动机排放值和欧洲的排放要求的比较欧洲标准二甲35、醚发动机试验排放值全部HC1.10.2CO4.02.17NOX7.03.85PM0.150.05ECE R49 排放（g/kWh）研究表明，二甲醚的十六烷值5560，自燃温度低，而且二甲醚为含氧化合物，含有34.8%的氧，燃烧后生成的碳烟少，对金属无腐蚀性、对燃油系统的材料没有特殊要求。而且，二甲醚发动机的功率高于柴油机，可降低噪音，实现无烟燃烧，符合环保要求，是理想的柴油代用燃料。目前西安交通大学已在中型客车上成功地进行了行车试验，效果十分显著。二甲醚作为柴油发动机洁净燃料，除建立二甲醚规模化大型生产装置，还需要建立与之配套的基础设施，如储运站、加油站、二甲醚发动机生产基地等，需要得到国家的36、重视和支持，同时还需要一个市场化的过程。二甲醚氧化偶联后可合成十六烷值60100的燃料添加剂，该添加剂常温下可以与柴油以任何比例相溶，可以配成十六烷值4157的燃料。在我国发展超低排放的二甲醚是利国利民、实现可持续发展战略的一件大事，前景十分广阔。为此，原机械工业部副部长，现中国内燃机协会理事长季守仁等三十多位业内专家联合提出了关于我国发展超低排放二甲醚汽车建议书。据报道，日本三菱燃气化学、三菱重工、日挥、伊滕忠商事四家公司成立一家名为“日本DME公司”联合公司，注册资金一亿日元，就发展新一代燃料二甲醚（DME）展开可行性调查。四家公司计划于2006年在澳大利亚西部批量生产二甲醚，返回日本作为37、洁净燃料。.2民用燃料2003年末，全国设市城市660个，城市人口33805万人。城市用气人口25929万人，燃气普及率76.7%，液化气供应总量1125万吨。由于二甲醚有与液化石油气相似的物理性质，同时又具有完全燃烧及污染物少等因素。二甲醚作为新型民用洁净燃料，具有巨大潜力在市场上销售。它可以在国内市场及还没有使用LPG的中小城市中作为LPG的替代品，以弥补国内LPG的不足。二甲醚与LPG的比较名称二甲醚LPG摩尔质量46.0746.860下的蒸气压力，MPa1.351.92液体密度（g/cm3）0.6610.56低热值(kJ/kg)2884045760爆炸下限(%)3.451.7理论空气量38、6.9611.32完全燃烧时最大理论烟雾量(N0x， 以NO2计，g/m3)7.4612.02理论火焰温度()20612055自燃温度()235250燃料级二甲醚的纯度一般为98%，其余为甲醇、C3-C4烃、水。这可保证瓶装二甲醚（液化气）在通常室温下烧尽。二甲醚40时的蒸汽压仅为0.880MPa，比LPG要求在37.8时蒸气压低于1.380MPa低，符合液化石油气要求（GB 1117489）。因此，LPG气瓶、槽罐车、灌装站、均可用于二甲醚。中国科学院山西煤化所在国内外首先提出二甲醚作为民用燃料，于1995年在陕西西安新燃料及燃具公司建立500吨/年二甲醚试验厂。采用DME配套灶具和LPG钢39、瓶，在用户中使用正常。二甲醚的低热值为LPG的63%，但LPG为C3-C4（C5）的混合物，开瓶气与瓶底气组成不同，平均热效率偏低（55%），而二甲醚为化合物，自始至终组成恒定，可均衡保证较高的热效率（60%），另外国产LPG多数带残液（每瓶1-2kg），再考虑到DME燃烧无黑烟，不黑锅底，在DME燃料不能做到优质优价时，将上述因素结合起来考虑，二甲醚和LPG的当量比取0.8：1较为合理。在室内开或关门窗，及用或不用抽油烟机等不同条件下进行二甲醚燃烧试验，经陕西省燃气用具质量监督站，陕西省环境监测中心站等检测。 检测结果表明：“在着火性能、燃烧工况、热负荷、热效率、烟气成份等方面符合煤气灶CJ40、4-83的技术指标”；“二甲醚燃料及其配套燃具在正常使用条件下对人体不会造成伤害，对空气不构成污染”；“该燃料在使用配套的燃具燃烧后，室内空气中甲醇、甲醛及一氧化碳残留量均符合国家居住区大气卫生标准及居室空气质量标准”。因此，二甲醚作为民用燃料具有以下优点：二甲醚在室温下可以液化，气瓶压力符合现有液化石油气要求，可以用现有液化石油气罐盛装，确保储运安全。DME与LPG一样，同属气体类燃料，使用方便，不用预热，随用随开。二甲醚组成稳定，无残液，可确保用户有效使用。 二甲醚比LPG具有更好的燃烧特性，在燃烧时不会产生不安全的气体。燃料级二甲醚（DME98%）可用于民用，在运输、储存和使用期间不会影41、响其性能，不会危害环境，安全可靠。同品级的DME灶与LPG灶价格相同，若需用LPG旧灶改装，估计每个炉子只需花费1元人民币。二甲醚作为民用燃料，每吨二甲醚可满足5户4口之家（相当于20人）一年的用量（低标准）。那么210，000吨的二甲醚可以满足约4百万人的用气需求。这项具有前景的实验结果增加了美国、日本和丹麦公司对二甲醚的兴趣。在DME也可在饭店替代LPG。新疆自治区有约3，500家饭店，共用LPG约20，000吨。在居民煤气灶上进行的二甲醚燃烧试验同样可以应用在饭店的煤气灶上。在该用途中，用二甲醚替代LPG使用时，结果不应该出现技术或环境、健康和安全方面的问题。.3气雾胶推进剂 从二甲醚消42、费领域看，气雾剂推进剂是二甲醚的主要用途。20世纪60年代以来，气雾剂产品以其特有的包装特性，深受消费者欢迎，以前气雾剂产品大量使用氟氯烷作抛射剂（推进剂），由于使用时氟氯烷全部释放到大气，对大气臭氧层造成严重破坏，从而影响人类健康、动植物生长和地球生态环境，因此，世界各国都在致力于寻找氟氯烷的替代品，我国从1998年起禁止气雾剂中使用氟氯烷（医疗用品除外）作抛射剂，氟氯烷的替代品现有LPG、DME、压缩气（CO2、N2、N2O）、氢氯氟碳（HCFC）、氢氟碳（HFC）。DME在气雾剂工业中的应用正以其良好的性能及相对较好的安全性能逐步替代压缩气体、氟里昂及丙（丁）烷气，成为第四代抛射剂的主体43、，DME使用量无论是在国外还是在中国都居LPG之后，居世界第二位，约有25%30%的气雾剂以DME做抛射剂，因此，二甲醚市场需求日益增长。2000年全世界DME气雾剂需求量约为15万吨。.4作为环保型制冷剂和发泡剂二甲醚易液化的特性也引起人们的重视，利用DME的低污染制冷效果好等特点，许多国家正开发以DME代替氢氟烃作制冷剂或发泡剂。例如用DME与氟里昂制备特种制冷剂，随着DME含量增加，其制冷能力增强，能耗降低，国外已相继开发出利用DME作聚苯乙烯，聚氨基甲酸乙酯，热塑性聚酯泡沫的发泡剂。二甲醚作为发泡剂、能使泡沫塑料等产品孔洞大小均匀，柔韧性、耐压性增强，并具有良好的抗裂性。.5用作化工原44、料二甲醚是一种重要的化工原料，可用来合成许多种化工产品或参与许多种化工产品的合成。它可以羰基化制乙酸甲酯、乙酸乙酯、乙酐、醋酸乙烯；可作甲基化剂制硫酸二甲酯、烷基卤以及二甲基硫醚等用于制药、农药与染料工业；可作偶联剂，用于合成有机硅化合物，DME可与氢氰酸反应生成乙腈，与环氧乙烷反应生成乙二醇二甲醚等，DME脱水可生产低碳烯烃，同时DME还是一种优良的有机溶剂。.6二甲醚发电二甲醚是一种清洁燃料，可用于发电。1999年，印度公司和BPAMOCO公司完成了用二甲醚做燃料发电的技术可行性报告，并确定了二甲醚发电的商业可行性。用石脑油发电和用二甲醚相比，印度电力部门选择发电燃料时发现，二甲醚比石脑油45、的效率高6%。在这份印度研究报告中，如果维修费用较低，二甲醚和石脑油相比，在燃料发货后成本确定后，二甲醚可节省费用达8%，二甲醚在我国发电的方案也是可行的，由于我国大量的低价煤用于电厂的发电，目前还不能优先考虑二甲醚发电。但是如果中国计划扩大利用天然气发电，就应该进行分析确定二甲醚在发电市场与天然气的竞争力。二甲醚和LPG的供求状况.1世界二甲醚和LPG的供求状况目前，世界二甲醚的生产能力为每年170，000吨，产量每年150，000吨。亚太地区二甲醚的生产能力为55，000吨（占全球产能的32.3%），产量为42，000吨（占全球产量的28%）。中国的生产能力为22，000吨/年。大部分二甲46、醚作为空气推进剂。目前世界上生产的二甲醚几乎都是用天然气合成的。下表概括了二甲醚生产厂及各国的生产能力。世界二甲醚生产能力（2001年）公司名称生产能力（公吨/年）壳牌/RWE公司（德国）60，000Hamburg 二甲醚公司（德国）10，000Arkosue 公司（荷兰）10，000Dupont （美国）15，000澳大利亚10，000台湾15，000日本10，000中国22，000总产量152，000另外，一些项目正在开发过程中，日本公司和政府正在对世界上的几个二甲醚项目进行预可行性研究。Mtsubishi气体化学公司正在对澳大利亚西部的150万吨/年的二甲醚厂和200万吨/年的甲醇厂进行47、预可行性研究，该厂将于2005年正式投产。生产的二甲醚将用于发电和作为柴油发动机的燃料。日本还正在对卡塔尔、印度尼西亚和澳大利亚的规模为25004000吨/天的工厂（JFE公司研究）、伊朗和印度尼西亚的7000吨/天的工厂进行研究。 目前世界上，50%的二甲醚用做气雾剂，约35%用来生产硫酸二甲酯，15%的作为燃料和其他用途。.2国内二甲醚生产现状及供求预测中国进入二甲醚市场较晚，很长一段时间只有少数几家工厂生产二甲醚，生产规模小，技术比较落后。然而，二甲醚的需求随着气雾剂需求的增加日益增加，我国对气雾剂的需求，从1990年到1991年，需求量由4800万瓶增加到8600万瓶。到1992年增加48、到15800万瓶，到1995年超过2亿瓶，至今达到4亿瓶。二甲醚最早是从高压法合成甲醇副产物中经精馏而得，因为粗醇中二甲醚占3%以上。但目前高压法制甲醇早已被淘汰，国内基本上采用的都是甲醇脱水的两步法。液相法以硫酸为催化剂，腐蚀性强，中间产物硫酸氢甲酯有毒，排放废液污染环境，目前仅武汉一家采用此法，其他大多数厂采用的是气相甲醇脱水法，只有湖北田力公司采用浙江大学与五环化学工程公司共同开发的合成气一步法制二甲醚工艺。但今年山东鲁明化工公司（现名久泰科技公司）对原液相甲醇脱水法进行改进，并申请了专利技术，他们已按此法建成目前国内最大的30kt/a二甲醚生产装置。我国现有二甲醚生产装置规模及采用技术49、见下表。 国内二甲醚主要生产厂家生产厂家能力（吨/年）用途工艺方法技术来源投产年月山东临沂久泰科技公司（原5000）30000 燃料甲醇液相脱水山东化工规划设计院2003.9扩建完成江苏吴县合成化学厂1000甲醇气相脱水浙江化工研究院1996湖北武汉青江公司1500甲醇液相脱水传统工艺1995江苏昆山化工厂1000甲醇气相脱水上海石油化工研究院1991上海申威气雾剂公司800气雾剂蒸馏新技术上海石油化工研究院1995广东中山凯达精细化工公司（原2500）10000气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1998二次扩建成都华阳威远天然气化工厂2000气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1995.150、2安徽蒙城县化肥厂2500气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1997广州广氮集团公司5000气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1998浙江义乌光阳化工公司2500气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1996成都华菱公司2000甲醇气相脱水浙江诸暨新亚化工公司1000甲醇气相脱水湖北田力实业公司（随州化肥总厂）1500合成气一步法浙江大学、五环化学工程公司1997.9陕西新型燃料然具公司500燃料甲醇气相脱水中科院山西煤化所1997.6山西浑源化肥厂燃料浆态床法中科院山西煤化所2001河南沁阳氮肥厂10000燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院1993江苏无锡氮肥厂10000燃料甲醇气相脱水西51、南化工研究设计院1993山西榆次佳新能源化工公司10000燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院1993山东荣城氮肥厂5000燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院1994贵州宏华新能源工业公司10000燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院1995湖北利川化肥厂3000气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1997安徽淮阳化肥总厂2500甲醇气相法西南化工研究设计院1998泸州天然气化工公司10000燃料甲醇气相法日本东洋工程公司2003.8.泸州天然气化工公司100000燃料甲醇气相法日本东洋工程公司2005陕西渭河煤化集团10000气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院2003.11施工目前，国内生产能52、力已超过66kt/a，年产量不到30kt/a，因为最大两套装置近两个月内才投产，目前近60%70%的产品用于气雾剂工业，作为民用燃料和车用燃料市场因产量所限，尚未能积极开发。我国能源资源特点是富煤少气少油，据估计我国石油储量尚可供开采20年，天然气可供开采30年，而煤至少可开采100年以上，目前石油及成品油进口量已超过消费量的30%左右，每年不但要花费大量外汇，还危及国家能源安全。为此，国内有识之士正在呼吁石油替代燃料，二甲醚就是柴油和石油液化气的良好代替物，而甲醇则可替代部分汽油作车用燃料，因此开发天然气或煤制二甲醚项目市场前景颇为广阔。.3世界LPG的供求现状1990年全世界共生产1.4553、亿吨LPG。其中约1/3的产量是由北美生产，17%来自于中东地区，14%来源于西欧和拉丁美洲，10%来源于亚洲和其他国家。现在世界共生产2.15亿吨LPG，北美仍然是主要的供应者，其数量占世界总量的33%。然而，亚洲目前是主要的生产者，提供的数量占世界的20%，大约与中东国家相同。2002年，全世界约消耗约2亿吨的LPG，其中52%作为燃料用于民用和商业用途。其他用途包括：工业、发动机燃料、化工、城镇用气、炼油以及其他重要用途。下表是2002年LPG市场需求。2002年世界LPG需求情况用途需求（百万吨）%居民/商业105.252.4工业20.710.3发动机燃料16.28.1化工40.52054、.2城镇用气2.21.1炼油11.15.5其他4.92.4总计200.8100.0从19852000的15年内，LPG的需求增长率为3.5%, 比每年石油的需求增长率的两倍还多，石油每年增长率1.6%。 LPG在居民/商业及石油市场方面的应用推进了需求的剧烈增长。从1990年到2002年期间，LPG的需求增长率是变化的，过去12年中，需求增长率在世界各国有很大的不同：l 中东：-223%l 大洋州102%l 亚洲-94%l 非洲93%l 拉丁美洲82%l 西欧29%l 北美洲30%然而，由于俄罗斯和东欧的经济滑坡，在这些地区的LPG的需求量在1990年到2002年间只增加了27%。据估计到2055、10年，将生产2.7亿吨的LPG。其中北美的生产量将占约28%，亚洲和中东地区的产量将占19%，拉丁美洲的产量约占15%，西欧产量约占9%。在此期间，从2000到2005年间预计全球LPG供应量每年将增加3.8%, 略高于19901999年间的3.7%的年增长率。对LPG需求的快速增长预计将会持续，至少持续到2010年，达到接近石油的2倍。尤其在2000到2010年间，LPG的需求增长率将接近35%，而石油的需求增长率预计约为1.8%。对LPG需求量的增加预计在亚洲地区最为突出，到2005年，亚洲的需求预计从1985年的2000万吨增加到7000万吨。东南亚地区，LPG年需求增长率，1990256、000年为10%，到20002005年将增加到6%。印度LPG年需求增长率将仍然处于1999年2000年的水平，约为10%。韩国，增长率在过去的10年中为8%，但在今后5年可望降到3%。在日本，年增长率约1%，在未来5年预计仍然维持同一水平；中国在19902000间，年增长率为20%，到2005年预计增长6%。LPG在印度和中国拥有最大的市场，这两个国家目前只占世界市场份额的5%。到2005年，这两个国家消耗的LPG预计将会占世界的25%。19992000年，中东地区的LPG年需求增长率约为8%，而其他几个国家的增长率都超过了中东地区，如：在阿联酋，年增长率超过16%，卡塔尔年增长率低于35%57、，20002005年，中东地区的年需求增长率将略低于7%。全世界LPG的人均消耗量迅速增长。2000年人均使用LPG是15公斤，超过了1985年人均使用10公斤的量。到2005年，人均使用量是18公斤。二甲醚替代LPG近期，二甲醚的主要用途是替代LPG用于民用和饭店使用。这是因为二甲醚和LPG在这些用途中有相似的燃烧特性，现有LPG的运输和储存设备也可以用于二甲醚。实验已经证明二甲醚在这方面的用途是很广泛的。下图描述了二甲醚从二甲醚生产厂到消费者的过程。整个计划是将二甲醚按批发价卖给分销商，由分销商通过铁路及公路运输到储气站或转换站。在这些储气站，二甲醚将用瓶子装进LPG的储气筒中，用汽车发送58、到最终用户。尽管二甲醚的能量比LPG低，但它具有密度优势，所以，对这两种燃料来说，所需的发货和储存设备的数量是相同的。在二甲醚替代LPG使用时，尽管煤气灶需要进行一些改进（替换燃烧口的口径），这些改进的费用很低，估计每个炉子的费用是1元人民币。二甲醚分配过程从二甲醚销售的分配结构上看，将会产生一些费用，这些费用将会影响它的零售价格，这些费用包括：l 从生产现场到分销站的运输费用l 储存设备费用l 装瓶费用l 从分销站到最终用户的运输费用l 其它费用，如分销商所付的销售税等。我国LPG的供求现状从70年代以来，中国LPG的需求和进口量急速增长，下表概括了1979年中国LPG的需求和进口情况，并提59、供了2010年LPG的预测量。 中国LPG的需求和进口量年LPG需求量（吨）LPG进口量（吨）1979210，00001985547，000019901，428，000117，000200013，427，0004，818，000200522，200，00011，400，000201029，700，000不详我国城镇的发展导致了LPG需求的增长。城市是一个国家，一个地区从自然经济走向商品经济发展的必然过程，也是人类社会进步的重要标志，城市化对社会生产的发展产生着巨大的推动作用。目前我国经济高速增长，在广东珠江三角洲、上海长江三角洲地区，城市的发展已率先进入了工业化时代，也率先进入了城市天然气时代60、。清洁燃料的普及应用，减少了由于工业废气对不堪负重的大气污染，清洁燃料需求强劲。从1990年至今，我国小城市建设得到了快速发展。小城市的数量从1990年的800个增加到2000年的8000个，年均增长10%。小城镇吸收农村人口从1990年的100万增长到2001年的1.2亿人，平均年增长率为11%，城市化率由1990年的26%增长到2001年底的36%，尤其是西部地区，建设小城镇有利于保护西部的生态环境，国家提出25%以上坡地，有计划由步骤退耕还林（草），这是改善西部地区生存环境的根本措施。中国大城市人口的聚集和小城市的增加以及经济的增长日益敦促人们重视环境保护。在这些城市及周边地区，煤炭的使61、用和机动车的迅速增加产生了污染问题，这个问题日趋明显而且正在影响着中国大部分的人口。由于这是政府优先要解决的问题，所以制定了很多降低污染的政策，包括增加利用清洁燃料的政策。到2000年底，已经有666个城市使用清洁燃料。最重要的燃料包括：煤气-152 万立方米天然气-82 亿立方米LPG-1千万吨 目前在中国的主要城市, 有1.76亿的人口使用气体燃料,占城市人口的84%。这些城市中，使用各种气体燃料的分配比例是：煤气占22.4%, 天然气占14.6%, LPG占63% 。现在存在的问题是，中国进口的LPG超过了现在的使用量，而且价格高。中国已加入WTO，逐渐由计划经济向市场经济转变。一些出台62、的政策会更加合理的制定能源的价格，这些政策将会解决能源进口量增长的一些相关问题，继续关注环境污染问题，这就为增加清洁燃料的利用创造了机遇，如二甲醚和LPG，尤其是如果这些燃料能在国内生产，并在价格上具有竞争性，就更有机遇。二甲醚销售市场分析.1新疆自治区市场新疆自治区位于中国的西北部，除居民使用二甲醚代替LPG作为民用燃料外，还没有开发和试验二甲醚作为其他用途。二甲醚产品价格预测从工厂生产的二甲醚将替代液化石油气用于新疆及周边地区的居民和饭店使用。在这些用途中二甲醚直接替代LPG。现有的LPG的设备（如：油箱，铁路运输车及储气筒等）可以运输和储存二甲醚。另外，仅对煤气灶的燃气口做微小的改进，二63、甲醚就可以很容易地替代LPG，从而满足所有的操作要求和环境要求。 在过去10年里，液化石油气的批发价从1400元/吨增加到2700元/吨。到2003年第4季度LPG的批发价增加到2800元/吨。随着国际原油价格的不断上涨，液化石油气价格也在随着上升，到今年一季度年液化石油气零售价上涨到5060元/瓶，上涨率约为15%左右，LPG的价格接近4375元/吨。在确定二甲醚出厂价格的时候，必须考虑其他几个因素。首先，二甲醚的热含量只有LPG的70%。这就是意味着要在等同能量的基础上进行价格制定，所以二甲醚的价格就要折扣到30%。另一方面，正如早些时候讨论过的，二甲醚燃烧试验表明二甲醚具有燃烧效率高和其64、它的优点，所以应该按照LPG价格的80%来定二甲醚的价格（应该注意的是：虽然二甲醚的热含量低于LPG，但由于二甲醚的密度较高，不需要增加另外的储存和运输设备）。因此，在新疆和其周边地区，为了能与现在的LPG竞争，本可研以3500元/吨进行技术经济评价。3 产品方案及生产规模3.1产品方案产品方案构成主产品为二甲醚，在工艺装置中副产的产品有：石脑油、焦油、粗酚、中油、硫酸、液态甲烷等。产品方案和产量表 单位:t/a 序号产品数量一、主产品(1)二甲醚857000合计二、副产品（流程副产）(1)中油51380(2)焦油30334(3)石脑油17482（4）粗酚26762(5)硫酸（98）5400065、（6）液氨（99.6）28296合计106.5254三副产品(1)液态甲烷55163万Nm3/a产品规格及质量指标产品二甲醚规格暂按二甲醚液化气标准（Q/SR002-1993）考虑，能作为民用和车用的新型清洁燃料。二甲醚、甲烷气产品的规格和性质详见下表 产品规格及性质序号组分（单位）规格性质二甲醚液化气标准（Q/SR002-1993）1二甲醚，mol%98无色易燃气体或压缩液体，有醚类特有的气味；熔点-141.5，沸点-24.8，闪点-41；自燃温度350，可燃性好，燃烧几乎无残留物；液化压力低；可爆，爆炸极限3.45-26.7%；对人体呼吸道、皮肤有轻微的刺激作用，吸入人体有轻微麻醉，但对人66、体无毒性反应。2甲醇，mol%13水份，mol%0.54残留物， mol%0.55热值，kJ/kg28000液化甲烷气标准1甲烷mol%93.7无色可燃气体，无色无味；熔点-182.6，沸点-161.4，闪点-190；燃烧几乎无残留物；可爆，爆炸极限5.3-15%；对人体并无毒害作用。当操作中甲烷浓度较高时（2530%），由于氧气不足，使人呼吸困难。2乙烷mol%6.33热值，kJ/kg501163.2建设规模本项目主要工艺选用碎煤加压气化技术和国产化低温甲醇洗净化技术；甲烷深冷分离、利用低温甲醇洗副产的酸性气体生产硫酸的硫回收装置由于国内没有成熟技术，需要引进；空分、甲醇合成、二甲醚装置由于67、规模太大、技术先进性、存在超限设备运输等方面的原因，也需要引进。设计规模确定甲醇装置公称能力120万吨/年，二甲醚装置公称能力80万吨二甲醚/年。其它装置都是根据工艺装置规模配套的。4 工艺技术方案4.1工艺技术方案及技术来源本项目是利用新疆丰富的煤炭资源，建设公称能力为80万吨/年二甲醚装置。主要工艺技术采用：l 碎煤加压气化l 低温甲醇洗净化l 引进先进的甲醇及二甲醚合成技术碎煤加压气化配套低温甲醇洗净化是最合理的组合，化学工业第二设计院的低温甲醇洗工艺装置已基本实现国产化.1 气化技术的选择目前国内外以煤为原料生产化工产品的工厂中，采用了各种煤气化工艺，如常压固定床间歇气化、碎煤加压气化68、粉煤流化床气化、粉煤气流床气化，包括Shell炉、GSP炉、Texaco炉等等，各种气化方法均有其各自的优缺点，对原料煤的品质均有一定的要求，其工艺的先进性、技术成熟程度互有差异。因此应根据采用的煤种、技术成熟可靠度、产品结构及投资等来选择气化方法。气化工艺发展到今天，可以作为大型化工企业选择的气化方法主要有以下三种类型：碎煤加压气化工艺、加压粉煤流化床气化工艺及加压粉煤气流床气化工艺，分述如下：l 粉煤流化床加压气化粉煤流化床加压气化又称之为沸腾床气化，这是一种成熟的气化工艺，在国外应用较多，该工艺可直接使用06mm碎煤作为原料，备煤工艺简单，气化剂同时作为流化介质，炉内气化温度均匀，但气69、化温度较低（1000左右碳反应不完全，渣和飞灰中碳含量高，煤气中有效成份较低，近年来流化床气化技术已有较大发展，开发了如高温温柯勒（HTW），U-Gas等加压流化床气化新工艺，在一定程度上解决了常压流化床气化存在的带出物过多等问题，但仍然存在带出物含量高、碳含量高且又难分离、碳转化率偏低、煤气中有效成分低，而且要求煤高活性、高灰熔点等多方面问题。该气化工艺操作压力偏低，煤气污水中有少量焦油、酚等。因此流化床气化比较适合中、小化工企业采用。本可研不推荐采用该气化技术。l 加压粉煤流化床气化 成熟的粉煤气流床气化工艺主要以壳牌、GSP干粉煤加压气化和德士古水煤浆加压气化为代表，这两种气化工艺都是以70、纯氧作气化剂，在高温高压下进行熔渣气化，粗煤气中有CO与H2含量高，不产生焦油、萘和酚水等优点，但对于本工程的特点存在以下不足之处。 1）本工程以二甲醚及液化甲烷气为最终产品，但壳牌、GSP及德士古气化工艺中的煤气成分甲烷含量较低，影响工程经济效益。 2）壳牌、GSP干粉煤加压气化和德士古水煤浆加压气化设备投资较高，在同等产气量下约为碎煤加压气化炉投资的2.5倍以上。 3）壳牌及GSP干粉煤加压气化的技术与关键设备需要引进，设计周期及制造周期较长。 4）本工程选用煤种成浆性较差不适合德士古水煤浆加压气化工艺。l 碎煤加压气化碎煤加压气化技术产生于20世纪40年代，是目前世界上建厂数量最多的煤气71、化技术，运行中的气化炉达百台以上。碎煤气化炉其主要优点包括：可以使用劣质煤气化；加压气化生产能力较高；氧耗量低，是目前三类气化方法中氧耗量最低的方法；碎煤炉是逆向气化，煤在炉内停留时间长达1，反应炉的操作温度和炉出口煤气温度低，碳效率高、气化效率高。操作稳定、弹性大，技术成熟。碎煤加压气化能够适应本工程选用煤种，产品煤气中甲烷含量高，投资少，工艺技术成熟可靠等优点。所以综合以上比较，本工程确定选用碎煤加压气化工艺。.2 煤气净化工艺技术的选择众所周知碎煤加压气化的粗煤气成分复杂，杂质众多。其气体组分包括CO、H2、CO2、CH4、H2S、有机硫、C2H4、C2H6、C3H8、C4H10、HCN72、N2、Ar以及焦油、脂肪酸、单酚、复酚、石脑油、油、灰尘等。在这些组分中除CO、H2有效组分和CH4、N2、Ar以及烃类属惰性气体外，其余所有组分包括CO2和硫化物都是需要脱除的有害杂质，可见其净化任务的艰巨。纵观当今各种气体净化工艺，能担当此重任者非低温甲醇洗莫属。这是因为只有低温甲醇洗净化才可以在同一装置内全部干净地脱除各种有害成分，诸如CO2、H2S、COS、C4H4S、HCN、NH3、H2O、C2以上烃类（包括轻油、芳香烃、石脑油、烯烃及胶质物等）以及其他羰基化合物等。而其他任何净化工艺都无法做到。另外碎煤加压气化原料气压力较高，气体中CO2、H2S分压相对较高，所以本身就有利于发挥73、低温甲醇洗物理吸收的特性。除此之外，低温甲醇洗工艺与其他净化工艺相比还有着如下各种显著的优点：吸收能力强，溶液循环量小再生能耗低气体净化度高溶剂热稳定性和化学稳定性好，溶剂不降解、不起泡，纯甲醇对设备不腐蚀溶液粘度小，有利于节省动力甲醇和水可以任意比例互溶，利用此特性可以用其干燥原料气，而且利用其与水的互溶性可以将石脑油从甲醇种萃取出来甲醇溶剂价廉易得流程合理，操作简便低温甲醇洗在同一装置中实现了多种杂质的脱除，相对于其他净化方法的多种净化工艺组合而言，工序相对单一、合理，便于操作管理。低温甲醇洗与NHD相比由于装置在低温下操作，需用低温材料，因此投资较高。但由于NHD的吸收能力较低温甲醇洗低74、，溶剂循环量大，用电消耗大，加之NHD溶剂较贵，总体操作费用较高，总体而言。低温甲醇洗综合运行的经济性优于NHD法。所以鉴于碎煤加压气化复杂的气体杂质，基于低温甲醇洗净化独特的可以一次性综合脱除各种杂质的独特优势，无疑碎煤加压气化配套低温甲醇洗是最合理的组合。自上世纪70年代末，我国相继引进多套低温甲醇洗装置，但因未购买必要的专利软件，因此缺少进行低温甲醇洗计算的甲醇多元相平衡数据及热力学数据。这一直是困扰我国不能独立自主实现国产化的最基本因素，加之在硬件方面技术也不过关。譬如需要从国外引进低温材料、低温管件、低温阀门以及诸如缠绕式换热器等加工制造难度大的设备，所以在相当长的时期内低温甲醇洗的75、国产化困难重重。但从上世纪70年代末开始引进大型低温甲醇洗装置开始，国内众多设计院、高等院校、研究单位都对低温甲醇洗的国产化进行了很多努力，国家相关部门很重视。组织了“七五”、“九五”科技攻关，进行相平衡数据，热力学数据测定以及工艺流程优化设计和模拟计算。现在国内化学工业第二设计院已经可以完全依靠自有技术不购买专利技术，不引进外国工艺包或基础设计，独立完成低温甲醇洗全部的国产化设计。近年来已相继完成四套低温甲醇洗国产化装置设计，而且有的已经顺利投产。目前该院又开始了两套大型低温甲醇洗装置的设计。迄今为止，化学工业第二设计院引进及自行设计及扩建的低温甲醇洗装置已达10余套。化学工业第二设计院国产76、化的技术主要基于：l 对众多引进装置的消化吸收化学工业第二设计院自引进山西化肥厂（天脊集团）开始，先后从碎煤、PKM、林德总共引进了五套大型低温甲醇洗装置。分别配套碎煤加压气化及壳牌气化，最终产品分别是城市煤气联产甲醇或单产合成氨。无疑这是对低温甲醇洗技术进行消化吸收的有利基础。l 完成国家“七五”科技攻关课题碎煤加压气化日产100万立方城市煤气的低温甲醇洗基础设计本课题的完成最重要的成果是由国家科委及化工部组织的课题攻关中，由国内实力很强的上海化工研究院、南京化工研究院配合化学工业第二设计院进行了大量的相平衡及热力学数据测定，从而根本上解决了困扰低温甲醇洗国产化设计所需的物性数据库问题。l 77、完成国家“九五”科技攻关课题加压气化优化设计低温甲醇洗课题利用国内自行测定的物性数据对众多引进装置进行核算检验，在对物性数据的修正及计算程序的优化中，化学工业第二设计院建立了完整的低温甲醇洗数据库以及ASPEN技术软件为平台的模拟计算数学模型，至此完成了国内技术软件的积累工程。l 国内低温甲醇洗硬件技术基本过关三十多年来在国内有关部委的支持下，在有关生产企业的通力配合下，国内硬件技术应该说已经基本解决。对于低温甲醇洗所必需的低温钢、低温管件、低温阀门、低温泵的制造以及塔内件的设计和难度较大的设备制造（如缠绕式换热器）已基本实现了国产化。目前即使引进的低温甲醇洗装置硬件供应也全部是国内生产。当然78、需要说明的是因批量或制造周期原因有些低温材料国内订货困难，也可能从国外引进。此外对于流量大扬程高的低温泵为保证质量性能也可考虑从国外引进。.3 甲醇合成技术的选择甲醇合成工艺按压力分类可分为高压、中压、低压法。高压法是在30MPa,300-380操作压力下合成甲醇，其特点是技术成熟，但投资和生产成本较高，产品质量差，设备制造难度大，已逐渐被淘汰。中压法的合成压力为10MPa左右，操作温度200-300，使用Cu-Zn-AL系催化剂。中压法比高压法优越，主要表现在能耗低，粗甲醇产品质量高，设备易制造，投资相对较低。低压合成法技术成熟，采用低温活性催化剂，投资少，操作费用低，产品质量好，是国内中小79、规模甲醇合成装置普遍采用的方法，合成压力为5.0MPa左右。但对于超大规模的甲醇合成装置，用常规的低压合成技术无法解决设备、管道庞大的现实问题，必须提高操作压力，同时采用高效率甲醇合成反应器，提高单程转化率，减少循环气量，从而降低合成回路动力消耗。本着技术先进可靠的原则，本项目建议采用卡萨利甲醇公司生产的新型等温甲醇合成反应器（IMC），合成气压缩机的出口压力为8.5MPa(A)左右。该公司设计的合成装置单系列最大生产能力可达7000MTD，已经投入运行的单系列最大生产能力为3400MTD，本项目甲醇合成装置生产能力为4000 MTD，按双系列设计，单系列生产能力2000MTD，技术可靠，操作80、方便。 在项目建设时，甲醇合成装置采用何种技术有待与国外公司技术交流后方能确定。.4 二甲醚合成技术的选择一步法和两步法的选择合成气制二甲醚（DME）均经历“合成气制甲醇”与“甲醇脱水”两个反应。人们把两个反应在同一反应器中进行的过程称为“直接法（一步法）”，而将先合成甲醇然后经甲醇脱水生产二甲醚的工艺过程称为“间接法（两步法）”。“直接法”20世纪80年代初，国外对二甲醚作柴油的洁净替代燃料进行研究开发，价格很贵的“气雾剂级与化工级二甲醚”不宜用作燃料，要求有价格低的“燃料级二甲醚”大型化生产。90年代初，在中国用DME替代液化石油气（LPG）作洁净民用燃料取得成功，加快了DME洁净燃料的市81、场化过程。“一步法”大型化二甲醚生产开始受到重视。“直接法（一步法）”在同一反应器中，在“甲醇合成”与“甲醇脱水”两种催化剂存在下，进行以下反应：甲醇合成反应CO2H2CH3OH水煤气变换反应COH2OCO2H2甲醇脱水反应2CH3OHCH3OCH3H2O由于两种催化剂间的协同作用，可打破反应的化学平衡，提高合成气的单程转化率，并有利于二甲醚的生成，在化学反应上具有很大的优势。丹麦Haldor Topsoe开发从天然气大规模合成二甲醚技术，1995年50kg/d中试，催化剂连续操作12000小时。美国APCI作为美国能源部洁净煤和替代燃料项目，开发了LPMEOH（液相甲醇法），并进一步用于合成82、气一步合成二甲醚的LPDME（液相二甲醚法），进行50kg/d模试与2000t/a中试。日本的JFE（以前的NKK公司）也相继开发液相二甲醚法，在Kushiro(1999-2002)进行5t/d的中试。国内科研院校也相继进行研究开发工作。19962000年间，国际上把“直接法”作为合成气制二甲醚的主选途径。到目前为止国际上还没有用APCI 的LPDME与Haldor Topsoe的“直接法”技术的工业化生产厂。我国清华大学在APCI的基础上，对LPDME催化剂及催化工艺、浆态床技术有很大改进，在重庆建有3000吨DME/年中试，运转良好，但目前尚还未达工业化规模。如果采用直接法生产二甲醚，在大83、规模工业化生产装置上具有一定的风险。“整体法”、“整体一步法”近几年来，二甲醚洁净燃料在国内外受到广泛重视，二甲醚大型化工业生产将提到议事日程。经过多年的开发研究实践，对“直接法”有了全面的认识。“直接法”在反应上的优越性早已得到公认。但在最近的中试过程中也暴露了工艺上的缺点，或者说存在目前技术水平还不易解决的诸多问题： 催化剂容易失活，反应机理表明，甲醇脱水催化剂的酸中心和甲醇合成催化剂相互作用导致加速失活。两种催化剂的最佳温度范围不匹配，提高反应温度，势必降低催化剂寿命。这一难题，国际上从事工业催化剂研发的Haldor Topsoe公司目前也不易解决。 “直接法”反应产物二甲醚与合成气共存84、，由于二甲醚的沸点低，使分离过程复杂化，需吸收、解吸等复杂的工艺过程，造成了设备投资及操作费用的增加，二甲醚损失大，成本高。这些问题大大掩盖其反应上的优越性，国外大公司也对此予以重视。1999年初，Chem Systems对美国海湾地区及中东以天然气为原料的237万吨/年二甲醚装置的技术经济评估中已提到上述问题，而且还表明，“间接法”只比“直接法”生产成本略高。2003年下半年，APCI及Haldor Topsoe公司对“直接法”采取务实态度。2003年10月APCI建议用“整体一步法（Intergrated one-step process）”（“液相甲醇法LPMEOH”+“气相甲醇制DME85、法MTD”代替LPDME。APCI认为现用的“整体一步法”比过去所提的LPDME一步法更可靠、生产成本更低。Haldor Topsoe公司在2003年11月的“第6届国际DME组织大会”（The 6th IDA Meeting，in Phoenix，Arizona，USA）上，建议用“整体法”（“气相甲醇法GPMEOH”+“气相甲醇制DME法MTD”）代替“直接法”。所谓“整体一步法（Intergrated one-step process）”实际上与两步法的区别，仅仅在于前者在合成甲醇后不需甲醇精馏，粗甲醇可直接进行再脱水合成二甲醚，而后者需将甲醇精馏后再脱水。两步法目前，二甲醚主要为化工产86、品，世界产量十几万吨/年。甲醇固定床脱水制二甲醚是国内外唯一工业化生产过程。工程放大难度不大，过程相对简单，投资较低，原料易得，技术成熟应用比较广泛。甲醇和二甲醚均可作为最终产品且可在一定范围内灵活调节。间接法甲醇脱水制取二甲醚又分为液相法甲醇脱水制取二甲醚和气相法甲醇脱水制取二甲醚。液相法是加热浓硫酸和甲醇混合物，甲醇均相脱水制二甲醚。该法虽具有反应温度低、转化率高、选择性好等优点，但设备腐蚀严重，釜内内残液及废水严重污染环境，操作条件恶劣，因此已逐渐被淘汰。气相甲醇脱水法是从液相基础上发展起来的。20世纪80年代中期，由于氟里昂严重破坏大气臭氧层，欧美等一些发达国家和地区作出了禁止在气雾剂87、中使用氟利昂的决定。二甲醚以其易雾化，易储存等优越性得到认可成为雾化剂的理想替代品。气相甲醇脱水法工艺以其产品纯度高，易操作等特点很快成为生产二甲醚的主要方法。气相甲醇脱水法的关键是催化剂的研制。美国mobil公司于1981年开发了利用HZSM5甲醇脱水制取二甲醚的气相甲醇脱水法技术并申请了专利。1991年，日本东洋公司开发了一种新的甲醇脱水制取DME催化剂。该催化剂是一种具有特殊表面积和孔体积的Al2O3。国内对二甲醚制取技术的研究始于20世纪80年代，近年来国内许多单位已相继开发成功，先后在国内各地建成生产能力吨级装置。泸天化采用日本东洋公司技术已建成一套10000吨/年的二甲醚装置，年产88、10万吨装置正在建设中。在未接到专利商报价前，本工程暂时选择两步法同时生产甲醇和二甲醚。Topsoe工艺属联合型，甲醇反应器和二甲醚反应器串联在同一合成回路中，具有甲醇和二甲醚合成单元一体化的特点即甲醇合成得到粗甲醇进DME反应器。减少了甲醇的精馏过程，节约投资并降低了能耗。Topsoe2004年与伊朗签订了2400 t/d的DME合同。使用的催化剂2年，预期寿命4年。甲醇消耗1.4 吨/吨DME，中压蒸汽1.4 吨/吨DME。TEC只有精甲醇生产DME的技术，其合成催化剂可长期保持活性，使用寿命达2年。甲醇消耗1.41 吨/吨DME，蒸汽1.7吨/吨DME。Topsoe和TEC工艺均适合与本89、项目的建设。待接到上述公司的报价进行进一步比选，综合各种因素再确定采用哪一家的技术。.5 硫回收技术的选择硫回收方法根据工艺流程选择和当地产品销路情况，产品可以是硫磺（S）或硫酸(H2SO4)。新疆地区没有硫磺制酸装置，硫磺的市场存在销路问题。在新疆自治区乌鲁木齐有钛白粉装置，也存在硫酸原料紧缺的问题，所以低温甲醇洗装置副产的酸性气处理制得的产品确定为硫酸。产品为硫磺的酸性气处理工艺通常采用克劳斯硫回收工艺，该法是一种成熟的工艺，而且工艺种类繁多，主要有传统克劳斯工艺，超级克劳斯，带有SCOT尾气处理工艺的克劳斯工艺；以及属于生物脱硫技术的Shell-Paques工艺。1）传统克劳斯工艺原理可90、以简单概括成：含一定浓度的H2S酸性气首先进入热反应，使其中一部分H2S通过燃烧直接生成单质硫，该过程的硫磺回收率大约60；余下的H2S在克劳斯催化剂的作用下生成单质硫，由于受克劳斯反应的平衡限制，克劳斯工艺总硫磺回收率一般在9598左右，尾气根本无法满足国家现有的环保指标。主要化学反应2H2S+3/2O2 2H20 +SO2SO2+ 2H2S3S+ 2H2O2) 催化氧化技术a.超级克劳斯一改以往单纯增加级数来提高H2S的回收率的方法，在两级普通克劳斯转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，常规克劳斯工艺要求H2S/SO2比值为2的条件下进行，而此种富H2S工艺却维持91、催化段在富H2S条件下举行，例如二段催化剂反应器出口气体要求H2S/SO2比值可高达10，末端选择催化氧化反应实际上是一种尾气处理工艺，H2S转化为硫磺的回收率最高99.5，如果采用此工艺处理本工号的酸性气，处理后的尾气仍然存在COS，SO2远远超出国家排放标准，不能满足要求。氧化主要化学反应2H2S+O22S +2H2Ob.超优克劳斯工艺，在两级普通克劳斯转化之后，增加加氢催化反应器，将所有硫化物转化成H2S后再选用选择性氧化催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，除具有超级克劳斯工艺的优点外，将总硫回收率提高到99.599.7，尾气H2S的排放仍然超出国家排放要求。加氢还原主要化学反应SO2+392、H2H2S +2H2OCOS+H2H2S +CO3) 尾气处理工艺SCOT是与克劳斯工艺相配套的尾气处理工艺，超级SCOT、低硫SCOT是标准SCOT法工艺的技术进步，其特点可大致归纳如下：a.在克劳斯硫磺回收界区的下游，由尾气再热、加氢还原，还原气急冷和选吸脱硫等4个工序组成一个相对的工艺界区，上游克劳斯装置任何条件的波动对本装置的操作无影响。因此，当硫磺回收装置尾气的组成、流量、温度、压力等状态参数强烈波动时，尾气处理装置仍能保持平稳运转，通常操作弹性范围20200。b.装置的硫负荷能力很高。即使上游装置的硫磺回收率仅为90左右仍不会影响处理后尾气中硫的净化度，故上游装置只设置2个转化器，93、可以不使用价格昂贵、操作条件要求高的有机硫水解催化剂。c.加氢还原工序的效率高。除SO2外，尾气中所有的有机硫化合物（COS、CS2、各种硫醇等）以及元素硫均可被还原成H2S而返回硫磺回收装置，从而使装置的总硫磺回收率达到99.95。该工艺相对流程复杂，操作工艺条件苛刻，设备投资较大。由于煤化工领域的特殊性，通常在克劳斯装置下游没有SCOT尾气处理装置。4) 壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工艺壳牌-帕克（SHELL-Paques）生物脱硫工艺是酸性尾气处理工艺的新发展，是从酸性尾气中脱除H2S并以元素硫的形式进行硫磺回收的生物反应过程。含H2S气体在吸收塔内与含硫细菌的碱液逆流94、接触，H2S溶解在碱液中进入到生物反应器（专利设备）。在生物反应器内的充气环境下，H2S在一种无色硫磺杆菌的作用下生产单质硫，该过程只有在反应器通风的条件下才能实现。硫磺以料浆的形式从生物反应器中取出，经过浓缩后形成65干度的硫磺饼，可进一步处理满足需要。溶液中悬浮硫的浓度515g/L。由于生物硫磺具有很强的的亲水性，所以流动性好，不会产生堵塔的现象。壳牌-帕克（Shell-Paques）生物脱硫工艺特点a.最小的化学品消耗b.高调节比c.净化度高，净化后尾气中的H2S浓度小于4ppmv。d.生物反应器中硫化物100的转化，其中9598转化为元素硫。壳牌-帕克（Shell-Paques）生物脱95、硫工艺在酸性气H2S浓度25V，硫磺产量15t/d时推荐采用此工艺。本装置的硫磺产量高达174t/d，此种工艺方法无法处理这么高浓度，大流量的酸性气。5) WSA工艺WSA工艺是一种能有效的脱除各种废气中硫并将其转化为工业成品浓硫酸的工艺（Wet Sulfuric Acid），WSA工艺所用催化剂是一种硅藻土为载体，以V2O5为活性组分的VK型催化剂。从低温甲醇洗来的先经过燃烧，将酸性气中的H2S等燃烧成为SO2,继而进入SO2反应器将气体中的SO2转化为SO3,出反应器的气体进入WSA冷凝器冷凝，将气体中的SO3和水变为97.598的浓硫酸（当燃烧器中的水蒸汽不够时，需要适当补充低压蒸汽），96、冷凝下来的浓硫酸沿WSA冷凝器玻璃管管壁流向底部汇集，冷凝分离硫酸后的尾气送至烟囱放空。在欧洲，整个WSA装置投资，与克劳斯加上Scott尾气处理整套装置比，投资要低1/3 ，而且更重要的是当地98浓硫酸有市场，而硫磺无销路，所以采用WSA工艺生产浓硫酸工艺是首选也是唯一方案。.6空分装置技术的选择本工程所需氧气约100000Nm3/h，考虑到原料煤没有试烧，要留有一定的设计余量，空分装置按双系列设置。单系列生产能力为60000Nm3/h纯氧,虽然有国产化装置，但是大型压缩机组、膨胀机组、冷箱内的高压板式换热器全部从国外进口。本着节能降耗、技术先进、配置合理的原则，本装置引进国外系统设计和关键97、设备。.7甲烷深冷分离装置技术的选择 目前国内还没有大规模从煤气中采用深冷分离工艺分离出甲烷的装置，本着技术先进、稳妥可靠的原则，引进国外工程公司的专利技术和专利设备。待技术交流，多方面比选后方能确定采用的工艺技术。4.2工艺装置综述碎煤加压煤气化气体经煤气冷却及低温甲醇洗可以将大部分有害气体组分脱除干净，在低温甲醇洗出口净化气体中主要有CO、H2、CH4、N2、Ar以及0.1ppm的总硫和约20ppm的CO2。净化气进入甲烷深冷分离装置分离出甲烷，经甲烷液化得到副产品液态甲烷。分离甲烷后的净化气和低温甲醇洗分离的CO2经过合理的比例混合经合成气压缩机组压缩去甲醇合成生产出粗甲醇，粗甲醇精馏后98、得到中间产品精甲醇。二甲醚合成装置采用粗甲醇还是精甲醇为原料，待技术交流后确定。二甲醚成品送至二甲醚罐区贮存，外售。 加压气化、煤气冷却分离的煤气水送至煤气水分离装置分离出焦油、中油、石脑油，剩余的含酚污水至酚回收、氨回收得到粗酚、液氨后废水送至生化处理。低温甲醇洗分离出来的酸性气体在硫回收装置生产浓硫酸，尾气送至锅炉的烟囱。具体各装置的流程顺序见方块流程图。4.3 装置简述备煤.1 设计任务及设计范围备煤系统的设计任务是为14台气化炉提供合格的原料煤以及为5台锅炉提供合格的燃料煤；其设计范围是从汽车卸车库卸煤开始至造气厂房气化炉顶贮煤仓及锅炉系统的煤仓上部为止；内容包括原料煤、燃料煤的卸车、99、上煤、贮存、粉碎、筛分及运输。.2 概述由自卸汽车从煤矿运进厂内的原煤，在汽车卸车库卸进卸煤槽内，卸煤槽下部设有叶轮给煤机，将原煤给入皮带机输送系统，送至8个22m的圆筒仓内贮存，圆筒仓及中间缓冲仓的总贮煤量按6天用煤量进行设计。根据气化炉及锅炉用煤量计算的耗煤量如下：煤 种年用量（t/a）日用量（t/d）小时用量（t/h）运输方式原料煤29736009912413汽车燃料煤15160005053.33210.55汽车备煤系统分为原煤装置、气化备煤装置及锅炉备煤装置，从汽车卸车库卸煤开始至圆筒贮煤仓顶为原煤装置，系统能力是按1000t/h的生产能力设计的；从煤仓下给料机开始至气化炉顶贮煤仓为气100、化备煤装置，气化备煤系统根据气化炉的工艺布置，设计分为两个系列，每个系列从贮煤仓至气化缓冲仓的系统能力为600t/h，缓冲仓至气化炉顶煤仓系统能力为300t/h；从筛分厂房至锅炉房系统为锅炉备煤装置，锅炉备煤系统能力为500t/h。.3系统工艺流程.3.1 原煤装置由自卸汽车从煤矿运进厂内的原煤，在两个汽车卸车库卸进卸煤槽内，每个卸煤槽下部设有两台叶轮给煤机，将原煤给进煤1、煤2带式输送机上，经过煤3带式输送机转运进入破碎厂房。在破碎厂房，原煤经过筛分、破碎后，将50mm的大块煤破碎到8mm的合格原料煤由煤10A带式输送机、煤11A带式输送机转运输送到气化缓冲仓贮存，缓冲仓可以贮存12小时的用101、煤量。 缓冲仓中的原料煤由给料机给到煤12带式输送机A.B上，再通过弛张筛进行炉前筛分，筛上合格的（8mm）原料煤经过煤13带式输送机A.B分别给进14台气化炉的贮斗内；筛下8mm的煤做为燃料煤经过煤14带式输送机A.B转至锅炉备煤系统。.1.3.3 锅炉备煤装置在筛分厂房原煤经过弛张筛的筛分后，8mm的燃料煤经过煤10B带式输送机、煤11B带式输送机转运输送到锅炉缓冲仓贮存，缓冲仓中的燃料煤由给料机给到煤15带式输送机上，进入锅炉房系统。.1.4 控制方式本系统采用PLC集中控制与就地操作相结合的控制方式。.2主要设备选型.2.1为确保气化炉正常生产，在进入园筒仓前设了大块煤的分级破碎机,以102、保证进入气化炉的原料煤小于50mm。.2.2为确保气化炉正常生产，气化备煤系统中设置了两级筛分装置：在筛分厂房设置了4台生产能力为600t/h的弛张筛（两开两备）；在入炉前的转运站中，分别设置了两台生产能力为300t/h的弛张筛，以保证进入气化炉的原料煤大于8mm。.3环境保护及三废处理备煤系统对产生粉尘大的设备设置了除尘装置, 进行除尘处理。在栈桥上设有水冲洗地坪装置。经除尘后废气排放浓度达到国家规定的排放标准120mg/m3。 碎煤加压气化.1 流程简述碎煤加压气化装置由气化炉及加煤煤锁和排灰灰锁组成，煤锁和灰锁均直接与气化炉相联接。装置运行时，煤经由自动操作的煤锁加入气化炉，入炉煤从煤斗103、通过溜槽由液压系统控制充入煤锁中。煤斗的容量可供四小时用，它装有料位测量装置。装满煤之后，对煤锁进行充压，从常压充至气化炉的操作压力。在向气化炉加完煤之后，煤锁再卸压至常压，以便开始下一个加煤循环过程。这一过程实施既可用自动控制，也可使用手动操作。用来自煤气冷却装置的粗煤气和来自气化炉粗煤气使煤锁分两步充压；煤锁卸压的煤气收集于煤锁气气柜，并由煤锁气鼓风机送往燃料气管网。减压后，留在煤锁中的少部分煤气，用喷射器抽出。经煤尘旋风分离器除去煤尘后排入大气。气化剂蒸汽、氧气混合物，经安装在气化炉下部的旋转炉蓖喷入，在燃烧区燃烧一部分煤，为吸热的气化反应提供所需的热。在气化炉的上段，刚加进来的煤向下移104、动，与向上流动的气流逆流接触。在此过程中，煤经过干燥、干馏和气化后，只有灰残留下来，灰由气化炉中经旋转炉蓖排入灰锁，再经灰斗排至水力排渣系统。灰锁也进行充压、卸压的循环。灰锁拥有可编程控电子程序器，也可手动操作。充压用过热蒸汽来完成。为了进行泄压，灰锁接有一个灰锁膨胀冷凝器，其中充有来自循环冷却水系统的水。逸出的蒸汽在水中冷凝并排至排灰系统。气化所需蒸汽的一部分在气化炉的夹套内产生，从而减少了中压蒸汽的需求。为此向气化炉夹套中加入中压锅炉给水，气化炉中产生的蒸汽 经汽液分离器送往气化剂系统，蒸汽氧气在此按比例混合好喷射入气化炉。离开气化炉的粗煤气以CO、H2、CH4、H20和C02为主要组分。105、还包括CnHm、N2、硫化物(H2S)、焦油、油、石脑油、酚和氨等众多气体杂质。气化炉为带夹套的Mark型，每台气化炉有一台煤锁、一台灰锁、一台洗涤器和一台废热锅炉与之配套。煤锁和灰锁装卸料的频率取决于产气量。离开气化炉的煤气首先进入洗涤冷却器，在此，煤气用循环煤气水加以洗涤并使其饱和。洗涤冷却器的用途首先是将煤气温度降至200，其次是除去可能夹带的大部分颗粒物。饱和并冷却后的煤气进入废热锅炉，通过生产0.5MPa(表压)低压蒸汽来回收一部分煤气中蒸汽的冷凝热。在废热锅炉下部收集到的冷凝液的一部分，用洗涤冷却器循环泵送出。多余的煤气水送往煤气水分离装置。离开气化工段的粗煤气在压力2910kPa106、(g)温度180饱和状况下，通过粗煤气总管进入煤气冷却工段。煤锁气回收系统供所有气化炉系列所用。来自气化炉的煤锁气送到文氏管洗涤器，在此与由煤锁气分离器来的洗涤水接触，洗涤水由煤锁气洗涤泵进行循环。煤锁气柜用于平衡，收集不稳定的煤锁气，这些煤锁气收集后送往燃料气管网。分离后一部分煤气水排往煤气水分离装置，所需的补充水为来自煤气水分离装置的喷射煤气水。在开停车和事故操作期间，来自碎煤加压气化的煤气进入火炬系统。这些粗煤气含有杂质和冷凝液（煤气水），首先在开车煤气洗涤器用来自开车煤气分离器的煤气水，靠开车煤气洗涤水泵循环洗涤。开车煤气洗涤器和开车煤气分离器所用的低压喷射煤气水均来自煤气水分离工段，107、过量的煤气水将用泵送回煤气水分离工段。通过火炬气气液分离器的火炬气将通过火炬筒，在火炬头部用导燃器点火燃烧，火炬采用分子封作为火焰挡板，并连续不断地向火炬筒注入氮气，供吹扫用。.2主要设备选型及台数确定本项目粗煤气气量为652823万Nm3/h，根据煤质分析及现有生产厂运行情况，碎煤炉单台公称产粗煤气气量按46630万Nm3/h考虑。因此设碎煤加压气化炉16台（14开2备），分为两大系列。.3原材料、动力规格及消耗量原料煤的规格及消耗量见下表原材料消耗序号名 称规 格单 位消耗量备注小时量年 量1原料煤550mmt4132973600动力规格及消耗量见下表 动力消耗表序号名称规格使用特点单位消108、耗定额消耗量(h)备注正 常最大1中压蒸汽3.45MPa（g）435连续t4472氧气3.5MPa（g）30连续Nm310197399.8%3中压锅炉给水4.4MPa（g）150连续t874低压锅炉给水1.3MPa（g）150连续t5635循环水0.25MPa（g）42连续t526氮气0.6MPa（g）40间断Nm31057仪表空气0.8MPa（g）25连续Nm33908电380V连续kWh1400轴功率9低压蒸汽0.5MPa（g）161连续t563付 产.4三废排放.4.1废气排放情况排放物名称排放点排放物性状排放 情况排放量组成及含量国家排放标准备注单位正常最大开车废气气化炉CO CO2 109、CH4等间断240000送火炬.4.2废水排放情况名 称排放点排放量m3/h污染物排放情况排放规律治理措施污染物名称排放浓度煤气水废 锅70（80）连续后续工段处理.4.3固体废物排放情况名 称排放点排放量t/h主要成分名称排放规律治理措施灰渣气化炉灰锁91连续渣场堆放 煤气冷却.1工艺技术方案比较煤气冷却的目的是把来自气化工段的粗煤气中的低位能热量予以回收利用，并将煤气冷却至3740，送往低温甲醇洗装置去净化。冷却有空冷和水冷两种方式。选择何种冷却方式取决于工艺介质性质、当地外界环境等因素。空冷以环境空气作为冷却介质，对管内高温流体进行冷却或冷凝，在缺水地区、或水冷结垢和腐蚀严重的地区，采用110、空冷方式比较有利。但由于空冷器不易清洗，因此空冷只适用于干净介质；而且其性能受大气温度波动、风沙、阳光、昼夜以及季节变化的影响较大。空冷冷却效果取决于干球温度，通常不能把工艺流体冷却到环境温度（在湿式空冷器中，还取决于空气的湿球温度）；由于空气密度小，空气侧对流给热系数低，故空冷器的冷却面积要大得多，占地大 ，一次性投资高。与空冷相比，水冷具有以下优点：水冷对介质适应性强；在相同热负荷和冷却介质升温条件下，水用量小；水冷通常能把工艺流体冷却到低于空气温度23以下；水冷对环境温度变化不敏感，操作调节比较容易；水冷器结构紧凑，其冷却面积比空冷器要小的多，占地少，投资相对小。来自加压气化的粗煤气含有111、大量煤尘、焦油等杂质。在粗煤气冷却的同时，含在煤气中水蒸汽和焦油等其它化合物也随着冷凝下来，容易造成结垢，需要用高压煤气水进行喷淋洗涤。因此煤气冷却宜采用水冷。.2 流程简述本项目煤气冷却设为四个系列，流程简介如下：粗煤气流程来自气化的粗煤气大约181，首先进入粗煤气洗涤器，在洗涤器内粗煤气用来自煤气水分离装置的高压煤气水和粗煤气洗涤水泵的煤气水洗涤，在此过程中粗煤气中大量灰被洗涤下来，粗煤气温度大约下降23，这样粗煤气中少量焦油被冷凝洗涤下来。下游的粗煤气分离器把夹带在煤气中少量液滴分离下来，与用于洗涤的煤气水一起送往煤气水分离装置。分离器顶部出来的粗煤气接近无尘，进入预冷器A/B进行进一步112、冷却，在此粗煤气从179冷至140，粗煤气中部分焦油和水蒸汽将冷凝下来。预冷器是立式管壳式换热器，粗煤气从预冷器顶部进入（管程），由底部排出。预冷器的贮槽用来收集和排出冷凝液，其壳程的冷却介质低压锅炉给水将从105加热到150。预冷器的管程将喷射来自煤气水分离装置的高压喷射煤气水。第二步冷却，在中间冷却器A/B中，粗煤气由140降至70，煤气中部分油和水蒸汽将冷凝。中间冷却器为立式，粗煤气由其顶部管程进入，从底部排出。在煤气侧将喷入来自800的高压喷射煤气水，冲洗NH3，以防止其管内表面形成碳酸氢铵沉积。喷射的高压煤气水和冷凝液收集在中间冷却器贮槽，并由此排出。中间冷却器壳程冷却介质为脱盐水，113、在此脱盐水由40加热到85。第三步也是最后一步冷却。粗煤气在最终冷却器中由70降至37，此时冷凝下来水蒸汽和少量的油。最终冷却器也是立式管壳换热器，煤气从顶部入，底部管程排出。喷射高压煤气水的目的与第二步冷凝目的相同。高压喷射煤气水与冷凝液收集在最终冷却器的贮槽，并由此排出。最终冷却器以循环冷却水为冷却介质，其温度由30增至42。最终分离器是为了除去经过最终冷却器冷却后的粗煤气夹带的少量液滴，离开最终分离器的无氨、无尘、无油、无焦油和酚的粗煤气进入低温甲醇洗工段。煤气冷却界区内的最终分离器出口，有一根去气化煤锁充压管线。此外在中间冷却器B入口处同样有这样管线，以便灵活操作。煤气水流程从煤气冷却114、工段有两条煤气水管线分别进入煤气水分离工段。 含焦油煤气水 含油煤气水含焦油煤气水是一种混合物，其包括从粗煤气分离器排出的过量煤气水以及预冷器A/B的冷凝液。主要成份水、尘和焦油。含油煤气水也是一种混合物，其包括来自煤气水分离装置的高压喷射煤气水，中间冷却器A/B冷凝液和最终冷却器的冷凝液。主要成份为水、油和氨、酚。.3原材料、动力消耗量及废物排放量1）原材料及动力消耗量见下表原材料及动力消耗序 号名 称规 格单位消耗量1循环冷却水t=12 P=0.4MPa(g)t/h9582电380VkWh222（轴功率）2）本工号为露天布置，在正常生产时无三废直接排放。排放的煤气水送煤气水分离装置去处理。115、 低温甲醇洗.1工艺方案的选择本项目采用碎煤加压气化，经过部分变换，气体中由于含有气态轻质油等众多气体杂质，给气体净化带来颇为棘手的困难。在众多的气体净化工艺中，只有低温甲醇洗能够在同一装置内全部干净的脱除各种有害成分。低温甲醇洗工艺在低温(-35-55)下操作，在低温下C02与H2S的溶解度随温度下降而显著地上升，因而所需的溶剂量较少，装置的设备规格也较小。在-30下，H2S在甲醇中的溶解度为C02的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。该工艺气体净化度高，可将煤气中CO2脱至小于20ppm，总硫小于O.1ppm。低温甲醇洗工艺技术成熟，在工业上拥有很好的应用业绩，被广泛应用于国内外合成氨、合成116、甲醇及其它羰基合成、城市煤气、工业制氢和天然气脱硫等气体净化装置中。在国内以煤，渣油为原料建成的大型合成氨装置中也大都采用这一技术。本工程低温甲醇洗净化装置采用九塔流程。.2流程简述主处理部分来自煤气冷却工段的粗煤气进入低温甲醇洗装置后，在一系列热交换器中粗煤气得到冷却。冷却后的粗煤气进入H2S吸收塔底部的预洗段。在这里用少量的无硫甲醇富液进行洗涤以除去粗煤气中的高分子烃类(石脑油)和其它诸如有机硫、HCN和NH3等微量组分。预洗甲醇富液离开H2S吸收塔，经加热后到预洗闪蒸塔闪蒸解吸，然后在萃取器中用水作萃取剂，将甲醇和石脑油进行萃取分离。预洗后的粗煤气进入H2S吸收塔的脱硫段，在该段内，用来117、自C02吸收塔底的无硫甲醇富液喷淋洗涤，脱除粗煤气中的H2S和COS等硫化物。脱硫后的煤气由H2S吸收塔顶部出来后进入CO2吸收塔底部。来自CO2吸收塔上部各段的甲醇经甲醇循环泵和甲醇循环冷却器移走部分CO2的溶解热后，返回到吸收塔作为CO2吸收塔下段的吸收液。来自CO2吸收塔底部的部分甲醇富液用H2S吸收塔给料泵经甲醇深冷器冷却后送到H2S吸收塔顶部作为脱硫液。其余的甲醇富液到CO2闪蒸塔闪蒸再生。在CO2吸收塔的中段用来自C02闪蒸塔的甲醇半贫液和上段来的甲醇液汇合洗涤煤气。最后，在CO2吸收塔的上段用来自热再生塔的精甲醇进一步除去残余的CO2和微量的H2S和COS等硫化物，使煤气中CO2118、1%、总硫0.1 ppm送入合成压缩机。来自CO2吸收塔的无硫甲醇富液进入C02闪蒸塔的段进行闪蒸，段闪蒸气中除CO2气外，还有部分有效组份如：CH4、CO、H2等，这股气用来自闪蒸塔段的甲醇半贫液脱除部分CO2后，到换热器复热后作为燃料气送出界区。段甲醇闪蒸液经过甲醇段间冷却器冷却后，依次进入、段，闪蒸压力逐渐降低，以解析出大部分溶解的CO2，为了进一步降低甲醇半贫液中的CO2含量，采用了氮气提工艺。C02闪蒸塔的段闪蒸气为纯度较高的C02，段闪蒸气为混合气体，闪蒸气在一些列换热器中回收冷量后送往二氧化碳尾气洗涤塔。经过CO2闪蒸塔、段闪蒸再生的甲醇半贫液用气提段泵增压后，分为四股分别送往C119、O2吸收塔中段、H2S闪蒸塔第闪蒸段、再吸收段以及CO2闪蒸塔第I闪蒸段。来自H2S吸收塔的含硫甲醇富液。首先进入H2S闪蒸塔的下部进行闪蒸。同样，该段闪蒸气中除CO2气外；还有部分有效组份如CH4、CO、H2等。用来自C02闪蒸塔的段的甲醇半贫液脱除部分C02后C02闪蒸塔的段闪蒸气合并。在换热器中复热后作为燃料气送出界区。段含硫甲醇液进入H2S闪蒸塔的再吸收段，在这里，用来自氮气冷却器的冷的氮气气提出CO2气，气提出的气体与来自C02闪蒸塔的段的甲醇半贫液逆流接触，以脱除气体中的H2S和COS，之后离开H2S闪蒸塔经换热器回收冷量后送往二氧化碳尾气洗涤塔。来自H2S闪蒸塔再吸收段底部的富含120、H2S甲醇液通过热闪蒸给料泵增压，在富贫甲醇换热器中加热后，进入热再生塔顶部的热闪蒸段进行闪蒸，含有大量CO2和甲醇的热闪蒸气经过一系列换热冷却后，进入H2S闪蒸塔的再吸收段。换热器中的甲醇冷凝液排放到热再生塔回流槽。热闪蒸段的甲醇液进入热再生塔的热再生段，通过甲醇蒸气进行气提而完全再生。甲醇蒸气在热再生塔再沸器中由低压蒸气加热产生。来自热再生段顶部的H2S、CO2、甲醇蒸汽的混合物通过一系列冷却器将甲醇冷凝下来。液体进入回流槽，H2S富气最后在换热器中加热后送出界区到硫回收装置。各段冷凝的甲醇液收集在热再生塔回流槽后，用热再生塔回流泵将之返回到热再生塔作回流液。在热再生塔釜的完全再生的甲醇用121、贫甲醇泵增压，经富贫甲醇换热器冷却后，送到CO2吸收塔顶作为精洗甲醇液。 预洗甲醇的处理为将装置的甲醇损失降至最低，来自C02闪蒸塔的闪蒸气和H2S闪蒸塔再吸收段的释放气合并后一起送往二氧化碳尾气洗涤塔。在这里气体与水逆流接触，洗涤气体中所含的残余甲醇，洗涤用水为化学软水。然后这股洗涤水通过萃取水泵送往预洗闪蒸塔上段，最后进入萃取器作为萃取甲醇用水，洗涤后的气体高点排放到大气中。来自H2S吸收塔预洗段的甲醇液中含有CO2、H2S、石脑油等化合物，其在预洗甲醇加热器中被加热，然后送至预洗闪蒸塔进行闪蒸，闪蒸气返回到H2S闪蒸塔再吸收段。离开预洗闪蒸塔的甲醇-石脑油混合物进入萃取器的给料缓冲室，同122、时，在这一缓冲室中加入一定量的水(该水来自预洗闪蒸塔上塔)，以将甲醇从石脑油中萃取出来。另外还有一股来自共沸塔顶的物流也加到萃取器的缓冲室中。甲醇、水、石脑油混合物由萃取器泵从给料缓冲室送往萃取器的萃取室。在此混合物分为两层。上层为石脑油、下层为甲醇-水混合物，石脑油用泵送出界区。从萃取器萃取室出来的甲醇水混合物、仍含有一些石脑油、HCN、CO2、COS和有机硫等物质，用共沸塔给料泵将其经共沸塔给料加热器送入共沸塔进行石脑油等物的汽提。共沸塔的塔顶产物为甲醇、水、石脑油的混合物并含有CHN、CO2和有机硫。该产物被设在塔顶的共沸塔冷凝器冷凝，冷凝液一部分送往萃取器的给料缓冲室，一部分靠重力返回123、到塔内作回流液。不凝气送往预洗闪蒸塔的上段，经水洗回收甲醇后送往硫回收装置。来自共沸塔底部的甲醇-水混合物用甲醇水塔给料泵送往甲醇水塔的中部，在该塔内甲醇和水通过蒸馏得到分离，所需热量由甲醇水塔再沸器供给，热源为低压蒸汽。甲醇水塔的塔底产物废水在共沸塔给料加热器中冷却后排往生化处理装置。.3原材料、动力消耗量及产品1）动力（水、电、汽）消耗量见表序 号名称规格使用情况单 位消耗量备注1低压蒸汽温度：158压力：0.5 MPa（g）连续t/h1252循环冷却水上水温度：32t=12连续t/h15403电380V10000V连续kWkW165062304冷量温度：0 -40连续kWkW540037124、8302）原材料消耗量见表 序号名 称规 格使用情况单 位消耗量备注1低压氮温度：40压力：0.5 MPa（g）连续Nm3/h375402低压氮温度：40压力：0.5 MPa（g）间断Nm3/h34100开停车用3高压氮气温度：40压力：2.5 MPa（g）间断Nm3/h10000开车用4甲醇GB338-2004连续kg/h4005NaOHGB209-84连续kg/h150浓度为20%6仪表空气温度：常温压力：0.6 MPa（g）连续Nm3/h720.4 三废排放情况1）变换废水：10t/h去污水回用装置工艺冷凝液 变换废水：1（2）t/h去污水处理装置冷却器排污水低温甲醇洗废水：2(4) t125、/h 去污水回用装置 冷却器排污水 低温甲醇洗废水:2(3)t/h 去污水处理装置HCN 0.5 ppm NaON 0.1% 甲醇 150 ppm2）废气：1235 Nm3/h 主要成份为CO2 NH3 156 mg/Nm3 H2S 20 mg/Nm3 COS+ CS2 6 mg/Nm33）CO2排气：189000 Nm3/h(包括22340 Nm3/h CO2回收气)CO2 79.58% CO 0.02% H2 0.01% N2 19.32 CH4 0.16% C2 0.48%C3 0.42% 总硫 50 ppm 制冷.1 概述本装置是为配合低温甲醇洗装置-粗煤气净化所需冷量而设置的。制冷装126、置设计的成功与否直接影响到低温甲醇洗装置的净化度。.2工艺技术方案比较和选择低温甲醇洗装置所需-40级冷量为32.54x106 kcal/h,0级冷量4.64x106 kcal/h。制冷有三种方案可供选择：1. 混合制冷此方案是将蒸发后的气氨经离心式氨压机提压后再去吸收制冷，避免了吸收器在负压下操作，使生产操作更加稳妥可靠，混合制冷采用工艺付产的低压蒸汽作热源，系统中的溶解热及冷凝热由冷却水带出。2. 吸收制冷纯吸收制冷为采用两级吸收、两级发生的吸收式制冷流程。要消耗大量的低压蒸汽和循环水，根据全厂热动平衡并考虑到该项目所在地为特殊的缺水地区，根据汽动平衡并节约用水，该项目不考虑其流程。3. 127、离心式压缩制冷离心式制冷机具有制冷能力大、体积小、便于实现多蒸发温度运行的特点，近年来在石油化工、炼油、大型空调工程中得到了推广和应用。对于制冷用的离心式压缩机，一般以中、低压的为多，排出压力均在2.5MPa以下。离心式制冷机与活塞式制冷机相比，具有如下的特点：制冷量大；结构紧凑、重量轻、尺寸小，因而占地面积小；没有气阀、填料、活塞环等往复易损零件，因而工作可靠，操作方便，运转率高，维护费用低；运转平稳、振动小、噪音低；能够经济地调节负荷；可用多种类型的驱动机带动能够经济合理地使用能源；易于实行多级压缩和节流，达到同一台制冷机多种蒸发温度的操作运行。根据方案优化，该项目选定离心式压缩制冷。 低128、温甲醇洗为四个系列，因此，本设计采用四台十个百万大卡离心式氨压缩制冷机组。压缩机由凝汽式中压蒸汽透平驱动，凝汽系统采用循环冷却水冷却。.3流程简述来自低温甲醇洗工段的-40和0级气氨分别进入压缩机的一段和二段入口加压至约1.6MPa，被压缩的气氨经两级氨冷凝器用循环冷却水冷却到40送出界区去低温甲醇洗工段。为防止压缩机出现喘振，压缩机组设置2条自动和手动防喘振回路。压缩机靠中压蒸汽透平驱动，蒸汽透平采用凝汽式，冷凝系统为水冷。4.3.5.4消耗定额动力消耗定额及消耗量表序号名 称规 格单位消耗定额(每百万大卡)消耗量(每小时)备注 正常 最大1电380VkWh11.74362循环冷却水t=30129、 t=12t2583720中压蒸汽3.45MPa,420t3.44128.5主要设备选择氨压缩机主要参数：介质：气氨制冷量： 正常: 9.8x106kcal/h（一台的能力，共四台）压缩机进口压力： 0.068MPa(a) 压缩机进口温度： -40；0 压缩机出口压力： 1.6MPa(a) (卖方根据制冷系统确定)压缩机型式： 离心式。.三废排放废水：2t/h（间断）去污水处理。NH3：0.01% 甲烷深冷分离.1工艺方案的选择甲醇洗后的气体主要为H2、CO、N2、CH4，其中CH4的沸点最高，CO次之，二者相差30，另外，N2和H2的沸点更低。故要装置利用深冷技术分离技术得到甲烷。.2流程简130、述原料气进入冷箱中先经过原料气换热器被冷却到约-157，此时大量的CH4和CO被冷凝下来，经分离罐分离成气液两相，从分离罐顶部和底部引出的气相、液相混合进入精镏塔中部进行分离，气相作为上升的气体，少量气体在精镏塔塔顶的冷凝器中被冷凝下来做回流液，在精镏塔塔底部分液体被蒸发器加热，气体上升和回流液传热传质。从精镏塔底部出来的液态CH4产品，先节流减压后进入换热器中复热，回收冷量后作为产品二出冷箱。精镏塔塔顶出来的气体进入换热器复热后作为产品一出冷箱。自空分来的低压氮气进入循环氮气压缩机及透平膨胀机增压端后，进入氮气循环换热器，出换热器后作为精镏塔底部蒸发器的热源，本身被冷却，再次进入氮气循环换热131、器，中抽一部分氮气经膨胀机膨胀制冷，再次进入氮气循环换热器中回收冷量后进入循环氮气压缩机；其余部分氮气在出换热器后被冷却成液体，经液氮过冷器过冷后分成两部分，一部分节流减压后回过冷器提供冷量，然后经氮气循环换热器复热后出冷箱，和补充的氮气一起进入原料氮气压缩机；另外一部分液氮节流减压后，为精镏塔顶部冷凝器提供冷量。然后进入氮气循环换热器，中抽一部分过原料气换热器复热后进入循环氮气压缩机，其余部分的出氮气循环换热器后进入循环氮气压缩机。.3动力消耗量 动力消耗量序号名称规格使用情况单位消耗量正常最大1电380V连续kW19002 高压蒸汽8.83MPa（A） 535连续t/h370 压缩.1 概132、述包括甲醇合成气压缩机和CO2压缩机，合成气压缩机的任务是压缩新鲜气和合成循环气，满足甲醇合成所需要的压力。CO2压缩机的任务是为甲醇合成补充所需的CO2。对于压缩比和压缩气量较大的工业气体压缩，一般选用活塞式压缩机或离心式压缩机。活塞式压缩机是一种比较传统的机型，易损件多，需要备机以应付检修，一般只能用电作动力，单机打气量较小，占地大；离心式压缩机是一种比较先进的机型，单机打气量大，易损件少，不需要备机，可以用蒸汽作动力，减少了能量转换次数，有利于节能降耗。因此，一般情况下能选离心式压缩机时不选活塞式压缩机。本项目新鲜合成气和甲醇合成循环气的气量大，而且气体干净，很适合采用离心式压缩机。CO133、2气体干净，气量和所需的压缩比也较适合采用离心式压缩机。因此，本可研合成气压缩机和CO2压缩机均采用汽轮机驱动的离心式压缩机。由于工艺上要求压缩后的新鲜气和循环气压力一致、且需混合后送到甲醇合成系统，所以，合成气压缩机按“二合一”机组设计，循环气从压缩机中部进入压缩机，与压缩到循环气进气压力的新鲜气在压缩机机壳内混合，再经后续循环压缩段增压至甲醇合成需要的压力送甲醇合成系统。甲醇合成装置为两个系列，因此，采用两台离心式合成气压缩机。合成气压缩机由凝汽式高压蒸汽透平驱动，凝汽系统采用空气冷却。CO2压缩机由凝汽式中压蒸汽透平驱动，凝汽系统采用循环冷却水冷却。.2 流程简述.2.1甲醇合成气压缩机134、组来自深冷分离工序的新鲜合成气用合成压缩机加压至约7.8MPa，在缸内与合成来的循环气混合再增压至约8.5MPa后，送到甲醇合成系统。为满足开停车、减量和事故等状态下的操作，合成气压缩机设有三条气体回路。分别从压缩机一段出口管线上引出一根新鲜气管道返回一段进气管道上和从压缩机循环段出口管线上引出一根混合气管道返至循环气进口和二段进口管道上，回路管线上设回路冷却器。压缩机靠蒸汽透平驱动，蒸汽透平采用凝汽式，来自蒸汽管网8.83MPa、535过热蒸汽经蒸汽透平做功后减压，排出汽经空冷器冷却后形成凝结水，凝结水经泵送到脱盐水站。根据控制蒸汽加入量可以很方便地控制透平机的转速，从而达到控制压缩机打气量135、的目的。.2.2 CO2压缩机来自低温甲醇洗工序的常温常压CO2用CO2压缩机加压至约2.4MPa，送到合成气压缩机。为防止压缩机出现喘振，CO2压缩机组设置2条自动和手动防喘振回路。CO2压缩机靠中压蒸汽透平驱动，蒸汽透平采用凝汽式，冷凝系统采用循环冷却水冷却。.3消耗定额动力消耗定额及消耗量表序号名 称规 格单位消耗定额(吨甲醇)消耗量(每小时)备注 正常 最大1电10kVkWh-380VkWh7.9213202循环冷却水t=30 t=12t14.440403蒸汽9.8Mpa,535t0.7261213.5Mpa,435t0.126214蒸汽冷凝液0.5Mpa,60t-0.91-151.5136、5透平油kg0.233.4主要设备的选择.4.1合成气压缩机(暂定，待甲醇合成装置技术交流后最终确定)主要参数：1）新鲜气：进口压力：2.4MPa进口温度：30压缩气量：18142kmol/h压缩气体组成（mol%）：COCO2H2CH4N2CH3OHH2O合计27.33.568.300.50.4-100出口压力：7.8MPa（最终与循环气一起压缩至8.5MPa）出口温度：不冷却压缩机形式：离心式2）循环气：进口压力：7.8MPa进口温度：40压缩气量：42270 kmol/h压缩气体组成（mol%）：COCO2H2CH4N2CH3OHH2O合计0.72.582.27.16.90.5143pp137、m100出口压力：8.5MPa出口温度：不冷却压缩机形式：离心式3）驱动方式：凝汽式汽轮机，空冷。4）压缩机数量：2台.4.2 CO2压缩机（暂定，待甲醇合成装置技术交流后最终确定）主要参数：1）CO2主要参数：进口压力：常压进口温度：常温压缩气量： 14205Nm3/h压缩气体组成（mol%）：COCO2H2CH4N2C2+H2O合计0.3198.50.050.430.120.59-100出口压力：2.4MPa出口温度：冷却压缩机形式：离心式2）驱动方式：凝汽式汽轮机，水冷。3）压缩机数量：1台 甲醇合成.1流程简述来自甲烷深冷分离的新鲜合成气，补入来自氢回收单元的氢气和来自低温甲醇洗的CO138、2后，氢碳比满足甲醇合成的要求，先经合成气压缩机压缩段压缩至7.8MPa(A),再与循环气混合压缩至8.5MPa(A),进入甲醇合成。合成气经气气换热器预热到215左右，进入甲醇合成塔，在催化剂的作用下进行甲醇合成反应 CO+2H2=CH3OH+QCO2+3H2=CH3OH+H2O+Q及副反应 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O 8CO+17H2=C8H18+8H2O 等甲醇合成塔为副产蒸汽型等温反应器，利用反应热副产中压饱和蒸汽。合成塔出口气进气气换热器与合成塔入口气换热，把入塔气加热到活性温度以上，同时合成塔出口气温度降至120左右。其后出气气换热器气体，经水冷器冷却到40后，进入甲醇139、分离器进行气液分离。出甲醇分离器气体大部分作为循环气去合成气压缩增压并补充新鲜气，一小部分为弛放气，送往氢回收装置，先经洗醇塔回收甲醇，再经膜分离回收大部分的氢气，补入新鲜合成气中，尾气送燃料气系统。从甲醇分离器分离出来的粗甲醇通过粗甲醇过滤器，除去其中的固体杂质，再经分离器液位调节阀减压至0.5 MPa(g)后，送至闪蒸槽，释放出溶解在其中的气体。从闪蒸槽出来的粗甲醇，送至甲醇精馏，贮罐气则送燃料气系统。甲醇合成塔副产蒸汽进入汽包进行汽液分离，分离下的水经锅炉给水循环泵打入甲醇合成塔循环使用，副产蒸汽送至中压蒸汽管网。.2原材料及动力消耗定额原材料、动力消耗定额及消耗量序号名称规格单位消耗定140、额消耗量备注每小时每年1新鲜气来自甲烷深冷分离Nm322353841872.766X109连续2补CO2来自低温甲醇洗Nm382.62142051.023X108连续3循环水0.4MPa(g) 30 T=12t42.4673005.256X107连续4锅炉给水5.0MPa(g) 148t1.282201584000连续5蒸汽2.53.9MPa(g) 226250t-1.203-206.8-1488960连续6蒸汽3.82MPa(g) 435t 20.0 开车时用7电380VkWh20.3334952.516X107连续8催化剂m3130注：(1)消耗定额以吨精甲醇产品计,表中数据为两个系列总消141、耗； (2)表中消耗不包括合成气压缩机及其附属设备。.3主要设备的选型说明（1）甲醇合成塔：采用副产蒸汽型甲醇合成塔，移热效果好，单程转化率高。每个系列设置一台，共两台，每台技术参数如下：触媒装填量: 65.0m3塔内径： 3600mm （2）甲醇分离器：为了提高甲醇分离效率，并防止循环气中夹带的固体杂质，如石蜡、催化剂粉尘、铁锈等影响合成气压缩机的正常运转，采用一台具有精过滤单元的甲醇分离器。要求过滤精度达15m。.4三废排放及治理（1）废气：本装置正常操作时，弛放气送氢回收单元，回收的氢气返回新鲜合成气中，尾气去燃料气系统；粗甲醇闪蒸后产生的贮罐气也送往燃料气系统；系统开车时还原废气，主要142、成分为N2、H2、CO，送火炬燃烧后排放。（2）废液：汽包连排污水送除氧站，同锅炉排污水统一处理；汽包间排污水经排污膨胀器减压降温后，送水道处理、排放。（3）废渣：甲醇合成触媒老化后由生产厂回收或深埋。 甲醇精馏.1流程简述：从甲醇合成工段或甲醇罐区来的粗甲醇PH=56，为弱酸性，加入25碱液中和至PH7，各塔再沸器来的蒸汽冷凝液通过加压塔预热器加热预塔出口的粗甲醇后，再经粗甲醇预热器与合成或罐区来粗甲醇换热，达到进料温度75，进入预塔上部。此时，蒸汽冷凝液温度从120降为93，然后送冷凝液总管。 预塔底再沸器用0.6MPa（a）蒸汽间接加热，塔顶出来的甲醇、甲酸甲酯、二甲醚、水及不凝气体等馏143、分温度68，经预塔一冷和预塔二冷冷凝冷却后进入预塔回流槽，经预塔回流泵加压后送预塔塔顶回流。没冷凝的轻组分和不凝气体经气液分离器分离后送燃烧或经预塔液封槽吸收甲醇后高点放空。塔底为脱醚后甲醇，温度为82，预塔回流槽和气液分离器可采出初馏分进粗异丁基油贮槽。 脱醚后甲醇由预后甲醇泵加压后送到加压塔预热器，将进料温度加热到约125送到加压塔的下部。加压塔预热器热侧使用各塔再沸器来的蒸汽冷凝液作为热源，蒸汽冷凝液温度从158降为约120。加压塔再沸器采用0.6MPa（a）蒸汽间接加热。加压塔顶出来的甲醇蒸汽进入常压塔再沸器冷凝，温度约为123，冷凝液进入加压塔回流槽，经加压塔回流泵加压后送加压塔顶回144、流。加压塔底为甲醇水溶液，浓度约为70左右，温度130左右，减压后进入常压塔中下部，加压塔上部侧线采出产品精甲醇，经加压塔精甲醇冷却器冷却至40后送入成品罐区精甲醇中间槽。 常压塔底部常压塔再沸器使用加压塔顶甲醇蒸汽冷凝热作为再沸热源。常压塔顶出来的68左右的甲醇蒸汽经常压塔顶冷凝器冷凝冷却，进入到常压塔回流槽，经常压塔回流泵加压后作塔顶回流，没冷凝轻组分气体经常压塔液封槽后排入大气。常压塔回流液中采出产品精甲醇，经常压塔精甲醇冷却器冷却至40后送入成品罐区精甲醇中间槽。塔中下部采出78左右的异丁基油。常压塔底温度约108，含甲醇0.02的废水，经废水泵升压后冷却送生化处理。 常压塔侧线采出异145、丁基油经异丁基油进料泵加压后进入异丁基油塔中部。 异丁基油塔底部异丁基油塔再沸器使用0.6MPa（a）低压蒸汽冷凝热作为再沸热源。异丁基油塔顶出来的66左右的甲醇蒸汽经冷凝器冷凝冷却，进异丁基油塔回流槽，经异丁基油回流泵升压送到异丁基油塔顶作塔顶回流。没冷凝轻组分气体经常压塔液封槽后排入大气。异丁基油塔回流采出产品精甲醇，经异丁基油塔精甲醇冷却器冷却后送入成品罐区粗甲醇贮槽。塔中下部采出80左右的异丁基油经冷却后送异丁基油成品贮槽。塔底温度约107，含甲醇0.01的废水，与常压塔底排出的废水汇合经废水泵升压后送生化处理。 异丁基油成品贮槽的异丁基油用异丁基油成品泵送出成品罐区出售或回收。事故状146、态下，常压塔侧线采用异丁基油经异丁基油进料泵加压后进入粗异丁基油贮槽。再用粗异丁基油泵打入异丁基油塔。预塔液封槽，常压塔液封槽及预精馏塔、加压塔、常压塔和异丁基油塔。停车排空时物料流入地下槽，用地下槽液下泵送往罐区粗甲醇贮槽回收。 出精甲醇冷却器的合格精甲醇产品去精甲醇中间槽，不合格甲醇送粗甲醇贮槽。.2 动力消耗动力消耗量表序号名称规格使用 情况单位消耗定额（吨产品）消耗量（小时）备注正常最大123电低压蒸汽仪表空气380V0.5MPa(g)T=1580.5MPa(g)露点-40连续连续连续kWkgNm35.812001.89652000003001930240000360.3 三废排放三废147、排放量序号排放物名称排放点排放物性状排放 情况排放量组成及含量国家排放标准备注单位正常最大1不凝气预精馏塔气连续Nm311951434组成: vCO2：70.66CO：1.38H2：4.89CH4: 6.79CH3OH: 11.46H2O 4.82去燃料气系统2废水常压塔底及异丁基油塔底液连续吨10.012.0H2O: 99.6(w)CH3OH: 0.2(w%)高沸点醇: 0.2(w%)去污水回用装置 二甲醚合成.1流程简述来自甲醇罐区的原料甲醇通过界外管廊送至二甲醚合成装置。一小部分甲醇用在尾气洗涤器中，用来吸收从二甲醚塔和甲醇塔上部带出的甲醇和二甲醚。吸收后的液体返回原料甲醇管线，尾气洗涤148、器上部气体经放空洗涤塔再次洗涤送燃料系统。混合后的甲醇物流先经过甲醇预热器加热，送至甲醇蒸发器，通过中压蒸汽加热蒸发，之后与二甲醚反应器出口物料在进出物换热器进行换热，升温进入二甲醚反应器。反应方程式如下： CH3OH + CH3OH (CH3)2O + H2O + 热 在二甲醚反应器中约80%的气相甲醇进行脱水，生成二甲醚。从反应器出来的这股物流在送往二甲醚精馏段之前通过进出物换热器、甲醇塔再沸器及甲醇预热器使其冷却至。之后通过循环水在二甲醚反应物冷却器中再次冷却。经二甲醚分离器分离，送入二甲醚塔。来自二甲醚合成的二甲醚/甲醇/水的物流在二甲醚塔中进行分离。在从塔顶向下几块塔板以下抽出二甲醚149、产品，而水/甲醇则从塔底流出。塔顶气体通过二甲醚冷凝器进行冷却、冷凝，进入回流罐中，进行分离,液相回流到塔中，气体则经两次洗涤吸收送入燃料系统。二甲醚塔精馏所需的热源由二甲醚塔再沸器通过中压蒸汽加热提供。产品二甲醚送至二甲醚罐区。来自二甲醚塔下部的甲醇/水经调节阀减压后进入甲醇塔进行分离。甲醇塔精馏需要的热量由二甲醚反应器出口二甲醚甲醇混合物和低压蒸汽，通过甲醇塔再沸器提供。分离出来的甲醇在甲醇塔冷凝器中冷凝后，一部分作为回流液经甲醇塔回流罐返回甲醇塔中，另一部分作为回收甲醇进入原料甲醇进料管线。塔底含微量甲醇的水送生化处理。.2原材料及动力消耗序号名称规格单位使用情况消耗量备注每小时每 年1150、甲醇折100%吨连续166.642循环水3242吨连续130683电380VkWh连续6814蒸汽2.4MPa，饱和吨连续142.9冷凝液返回5蒸汽0.6MPa，158吨连续35.7冷凝液返回6催化剂-Al2O3m3间断-150寿命2年.3三废排放1）废气排放情况装置名称排放点废气排放量Nm3/h污染物排放情况排放规律治理措施排气筒尺寸名称浓度（VOL)排放量kg/h高度m直径m排气温度二二甲醚合成放空气洗涤塔顶部1726水烃类甲醇二甲醚0.3%91.6%5.6%2.5%连续送火炬2）废水排放情况装置名称排放点排放量m3/h污染物排放情况排放规律治理措施污染物名称排放浓度二甲醚合成与精制冷却器151、4Ca2+、Mg2+等循环水排污间断污水回用装置二甲醚合成与精制甲醇塔底部48（54）甲醇+二甲醚0.2（wt)连续送生化处理3）固体废物排放情况装置名称固体名称排放量t/a主要成分排放规律治理措施二甲醚合成与精制甲醇脱水催化剂93-Al2O3两年更换一次厂家回收煤气水分离.1概述本装置处理能力为煤气水1350吨/小时本装置按四个系列设计，但是贮存成品煤气水的缓冲槽只设计两个，一、二系列共用一个，三、四系列共用一个。其生产方法是利用减压膨胀原理，分离出溶解在煤气水中的气体，并且利用无压重力沉降分离原理，根据不同组分的密度差，将煤气水中各组分分离。本流程合理，分离效率高，根据国内外多年的生产经验152、，出工段水的油及固体物可低到10mgl。为防止或减少乳化现象的发生。本流程采用含油煤气水与含尘、焦油煤气水分二股进入二个结构不同的膨胀器减压膨胀后进入油分离器和初焦油分离器，以达到最佳分离效果,设置了双介质过滤器保证送酚氨回收装置的煤气水不含尘。.2工艺流程简述从煤气冷却工段来的含油煤气水经冷却器后进入含油煤气水膨胀槽，在此压力减至接近大气压，释放出蒸汽和所溶解的气体。膨胀后的煤气水流入油分离器，油浮到上层，通过一溢流堰溢流到油槽，回收到的油用油泵送到罐区。加压气化来的高温含尘煤气水首先进入余热锅炉，生产低压蒸汽回收热量。从煤气冷却工段来的含焦油煤气水与余热锅炉出来的含尘煤气水一起混合送往两级153、含尘煤气水冷却器，在此煤气水通过与高压喷射煤气水和冷却水换热而冷却，同时回收热量预热了高压喷射煤气水。冷却后的煤气水进入含尘煤气水膨胀器中膨胀至接近常压，然后进入初焦油分离器。膨胀期间，蒸汽和溶解气的混合物释放出来并与来自含油煤气水膨胀槽的膨胀气一起到膨胀气冷却器。 含尘煤气水送往初焦油分离器，在此煤气水中所含尘和焦油沉降在分离器下部的锥形体部分，焦油从上部分离出来，流往纯焦油槽，回收到的焦油用焦油泵送到罐区。尘-焦油-水混合物由初焦油分离器底部排出，进入均化器粉碎。含尘焦油通过尘焦油循环泵经循环回路喷射到气化炉。为了防止乳化现象的产生，最终油分离器的操作温度视现场操作情况而定，故本流程设置了154、不同操作温度的流程。来自初焦油分离器的煤气水与来自油分离器的煤气水一起，靠重力一部分流入最终油分离器，另一部分流入缓冲槽，或者是上述煤气水靠重力先流入缓冲槽，然后用泵将煤气水送入煤气水冷却器，冷却到合适的温度再进入最终油分离器，最终油分离器的煤气水靠重力流入缓冲槽，缓冲槽一部分煤气水用煤气水喷射泵经含尘煤气水冷却器送气化和煤气冷却装置。另一部分用煤气水输送泵送入双介质过滤器，过滤后的煤气水用产品煤气水泵送往酚回收装置。来自含油煤气水膨胀槽和含尘煤气水膨胀器的膨胀气，通入膨胀气冷却器。在膨胀气冷却器中，气体被冷却到3540。冷却后的膨胀气通过膨胀气气液分离器后用膨胀气鼓风机送锅炉房进一步处理。焦155、油污水槽用来收集处理过程中排出或溢流出的物料，槽内用蒸汽加热，并配有焦油污水泵，用来将焦油污水返回含尘煤气水膨胀器。.3原材料、动力消耗及产品原材料、动力消耗及产品序号名称规格使用情况单位消耗量备注1循环冷却水32连续m34251污循环水2电380V连续kW51363低压蒸汽0.5MPa(g)连续Kg/h50000最大4仪表空气0.7 MPa(g)连续Nm3/h8005N20.6 MPa(g)间断Nm3/h20006装置空气0.6 MPa(g)间断Nm3/h800锅炉给水0.8 MPa(g)连续Kg/h275007油连续kg/h7041产品8纯焦油连续kg/h4153产品9低压蒸汽0.3MPa156、(g)连续Kg/h27500富产.4 三废排放量三废排放量表序号排放物名称排放物性状排放情况排 放 量组成及含量备注连续间断单位正常最大1膨胀气气连续Nm3 /h1792体积比CO2：82.6%CO：2.6%H2：8.5%CH4：4.6%H2S：1.7%去锅炉房2煤气水液连续吨/h630质量含量CO2：0.3545%H2S：0.0103%HCN：0.0012%游离氨：0.8000%固定氨：0.1000%HCL：0.0241%单元酚：0.6180%多元酚：0.1900%油：0.1000%去酚回收3含尘焦油液连续Kg /h8035质量含量水：3.9601%油：12.4685%焦油：62.6891%157、灰尘：20.8824%去气化炉 酚回收.1 概述酚回收装置采用二异丙醚萃取脱酚工艺，装置设计能力处理水量630m3/h。本装置按4个系列设计，每个系列处理煤气水量为157.5 m3/h本装置排出的污染物除废水外，还有一些废气，废气中主要成分是CO2，H2S,及其水蒸汽，废气送火炬装置。.2流程简述从煤气水分离来的酚水首先经过脱酸塔底酚水换热器预热后，送入脱酸塔将其中的酸性物质CO2 、H2S分离出来。酚水被加热到75以上，绝大部分的CO2 、H2S被分离出来.脱酸后的酚水采用液液萃取工艺，通过二异丙基醚(稳定处理后的)与酚水逆流接触将酚萃取出来。酚水与二异丙基醚的体积比控制在10:1。萃取后的158、稀酚水溶液夹带有一部分二异丙基醚，同时酚水中还含有一定量的氨，通过加热将二异丙基醚和氨分离出来。在常压下，水和二异丙基醚的共沸温度是61.4，其共沸组成是3.6%(wt)的水和96.4%(wt)的二异丙基醚，因此在其共沸温度下分离二异丙基醚最为合适。在100左右时，氨将全部解吸出来。因此，工艺采用侧提氨，将其冷凝，得到11.0%的氨水烟气脱硫装置。萃取了酚的溶剂即萃取物，利用组分沸点的不同,采用蒸馏将异丙醚和酚分开。在常压下粗酚和异丙醚的沸点分别是199和68.3，分离后得到本装置的产品粗酚，同时也回收了溶剂，作为循环溶液继续使用。.3原材料、动力消耗原材料、动力消耗表序号名称规格单位消耗定额159、小时消耗量备注正常正常1循环冷却水30m340002电(常开电机容量)380VkW12803中压蒸汽2.5MPa(g)t224低压蒸汽0.5MPa(g)t1355仪表空气0.7MPa(g)Nm32006装置空气0.6MPa(g)Nm32007氮气0.5MPa(g)Nm32008二异丙基醚kg/h192.4三废排放量三废排放量表废物名称温度压力MPa排放点排放量有害物含量排放方式废气40-600.01脱酸塔顶部2210Nm3/hCO2 95%H2S 3.8%NH3 1.2%去火炬装置废水200.4水塔底部15（25）t/h酚0.01%氨0.01%异丙醚0.01%油 0.05%去生化处理装置氨水4160、00.4氨水槽12.6t/h氨10.0%90%去烟气脱硫装置氨水400.4氨水槽43.55t/h氨10.0%90%去氨回收装置 氨回收.1概述氨回收的设置是从酚回收工序产生的氨水除去酸性气体CO2 、H2S、HCN以及非冷凝组分和水中回收无水液氨。本设计采用汽提、提纯及精馏工艺，为单系列设计，其设计能力为装置公称能力的110%，处理能力为47880kg/h废水，正常处理43550kg/h废水，可回收3930kg/h无水液氨，纯度为99.6%。由酚回收工序来的氨水经汽提将氨水中绝大部分氨汽提出来,然后进入提纯阶段,将氨水中少量的CO2 、H2S及其他杂质除去,然后在精制阶段获得纯度较高的液态氨。161、汽提和提纯为常压操作,加热介质为0.5MPa(表)低压蒸汽,精制部分采用了加压精馏的方法,操作压力为1.6MPa,加热蒸汽为2.5MPa(表)的中压蒸汽。该流程的最大特点是流程简单、节能、不需冷量也不需压缩机便可得到纯度较高的液氨,在1.5MPa(表)下可得到40,纯度为99.5%以上的无水液氨。.2流程简述从酚回收工序来的含CO2 、H2S的氨水经氨水预热器预热后进入汽提塔，将其分为净化废水和所有挥发份的气相，净化后的废水与脱酚后的稀酚水一起排到生化处理装置。汽提塔顶出来的氨蒸汽由氨冷凝器冷却并部分冷凝，经氨冷凝器冷凝冷却的汽液混合物在氨汽液分离器中分离，水相返回到汽提塔作为该塔回流液。气相162、进入提纯塔，吸收段的作用是吸收酸性气体，其吸收热的释放，由外部循环冷却器完成；塔底部溶液用泵送至煤气水分离装置。氨气从提纯塔顶部出来，并且在吸收器中溶解于水中，形成25%的氨水，吸收器与吸收器贮槽及提纯塔的回流泵组成溶液循环，以保证有足够的液体量，产生的部分溶液进入提纯塔上部作为回流，其余部分送入精馏装置。在正常操作条件下，用汽提塔底的净化废水在吸收器中吸收残余的氨，洗净的气体放空。25%的氨水经精馏塔。氨水加热器用精馏塔底部废水加热，精馏塔用2.5MPa(表)的中压蒸汽作为热源，经循环蒸发器加热塔釜溶液。氨蒸汽在氨冷凝器经循环冷却水冷却即可液化，液氨收集在液氨罐中。用液氨输送泵送到全厂罐区。163、.3原材料、动力消耗原材料、动力消耗序号名称规格单位消耗定额小时消耗量备注正常最大1循环冷却水32m37802电(常开电机容量)380VkW1503低压蒸汽0.5MPa(g)t104中压蒸汽2.5MPa(g)t105仪表空气0.7MPa(g)Nm375.66低压氮气0.6MPa(g)Nm39007装置空气0.6MPa(g)Nm3108.4三废排放量三废排放量表废物名称温度压力MPa排放点排放量有害物含量排放方式废水200.4汽提塔底部25(35)t/h氨0.01%油20mg/l去生化处理装置 硫回收.1 概述本装置硫酸生产能力约108.5吨/天，32550吨/年（98wet）。由酸性气H2S燃164、烧生成SO2，SO2催化氧化成SO3和热回收及SO3与水冷凝浓缩成产品硫酸三部分组成。.2生产方法本装置拟采用托普索HTAS WAS湿法硫酸工艺，是将H2S含量30的酸性气体与过量空气在燃烧炉内燃烧生成SO2，SO2在HTASWAS催化剂作用下成SO3，SO3与水冷凝并浓缩生成产品硫酸，酸冷凝器是HTAS WAS装置的专利设备。.3流程特点硫回收率超过99.2，尾气中SO2的浓度控制在国家运行排放标准(960mg/m3)以内.生产商业级浓硫酸（98%）。产品价值高，目前化工行业发展很快，硫酸市场非常好。环保装置，整个装置不仅尾气排放低于960mg/m3以下，并且和传统的克劳斯硫磺装置比，非常干165、净，装置区域没有异味。整个生产过程中不消耗化学品；没有二次污染，整个工艺不产生任何废物或废水。回收大量的工艺反应热热，副产蒸汽。冷却水消耗少、电耗低。布局简单，设备少，结构紧凑。操作经济，并且操作简单。整个装置DCS控制，仅有一个操作工和一个巡检工就可以控制整个装置操作，可以和其它装置结合起来，不需要单独成立运行车间。操作弹性范围大，原料组成、进料等大幅度波动不会影响装置运行，尤其不受原料中烃类组分影响。.4流程简述酸性气与燃烧空气鼓风机提供的燃烧空气在酸气燃烧炉中进行燃烧，H2S氧化生成SO2工艺气体，炉温约1000。燃料气用于装置开车和点火（引燃和系统加热）。工艺气体经废热锅炉热量回收后冷166、却到450进入SO2反应器，同时产生265，53barg压力的(根据全厂蒸汽管网等级确定)的饱和蒸汽。在SO2反应器内，工艺气体中SO2催化氧化生成SO3。 SO2反应器分为两段，充装将SO2氧化为SO3的托普索VK-WSA型硫酸催化剂，两段之间的工艺气体在Interbed（床间）冷却器（蒸汽过热器）中被冷却，温度由501降至392，生产过热蒸汽。工艺气体冷却后进入二段转化，温度由392升至398，经二段转化后，SO2的转化率高达99以上，在SO2反应器下部内置换热器内用汽包循环的蒸汽/锅炉给水来冷却工艺气体，温度降至280（硫酸蒸汽露点以上）后进入WSA冷凝器。在WSA冷凝器之前设有1个酸雾167、控制器，利用硅油燃烧产生二氧化硅晶核将酸雾聚集成酸滴，此晶核有利于酸滴在冷凝器内的析出及长大而不至于形成过多过小雾滴。在WSA冷凝器内工艺气体走管程，从底部进入，用空气冷却，冷凝生成的约246，浓度98热硫酸从底部排出。冷空气经空气过滤器吸入至冷却风机入口，经冷却风机压缩后进入WSA冷却器的壳程，空气温度升至211。从WSA冷却器出来的热空气与从WSA冷却器出来洁净气混合后送至锅炉房烟气脱硫装置。从WSA冷凝器底部出来的热硫酸与部分循环酸混合冷却后进入酸槽，温度降至70后经酸泵送至酸冷却器冷却，硫酸温度降至40，一部分做循环酸用，一部分作成品酸送至界外硫酸储罐。为了保持全部的换热表面正好在酸露168、点之上，蒸汽压力应控制在5.0MPa（表）。出界区的蒸汽压力可达到需要等级。.5原材料及公用工程消耗表.5.1 原材料技术规格序 号名 称规格标 准备 注1酸性气H2S30%（来自低温甲醇洗）CO264.82%C3H81.4%NC4H103.7%COS+CS20.3%CH3OH0.15%2膨胀气（煤气水分离）CO2：82.6%CO：2.6%H2：8.5%CH4：4.6%H2S：1.7%3废气（酚回收）CO2 95%H2S：3.8%NH3：1.2%表.5.2公用工程消耗序号名称规格单位使用情况消耗量每小时每年1循环水3242吨连续16011.51052电380VkWh连续5003.61063蒸汽169、5.0MPa，383吨连续22.171.60105.6 三废排放量名 称组 成排放量处理措施备注硫回收烟气CO2 6.95N2 +Ar 77.45H2O 1.56SO2 120ppmO2 16.1176010Nm3/h去锅炉烟气脱硫系统连续废水SO3 50ppm2t/h去污水回用装置间断催化剂VK-WSA催化剂225m3回收三年更换 全厂火炬.1概述火炬系统用于处理各装置发生事故时或正常生产中排放的大量易燃、有毒、有腐蚀性气体，通过明火燃烧，达到烧掉气态污染物的目的，可通过火炬燃烧处理的气体有硫化氢、一氧化碳、有机硫、烃类等气体。火炬系统虽然是处理废气工号，但本身也是一个污染源，只不过污染物得170、到合理处理，致使污染物减少到符合卫生标准排放而已。其三废有火炬气燃烧物、火炬气燃烧热辐射。本火炬系统最大处理气量为330000Nm3/h。火炬气来源：1.加压气化工段 326410Nm3/h2.低温甲醇洗及制冷工段 226236Nm3/h3.深冷分离甲烷工段 192043Nm3/h4.新鲜气压缩工段 203192Nm3/h5.甲醇合成工段 203192Nm3/h.2生产流程简述可燃排放气体由各装置经全厂系统管道进入火炬装置界区,管网压力为0.020.05MPa(g)。排放气依次经过分液罐、液封罐、火炬筒体、分子封、火炬头，由节能长明灯点燃。永久燃烧着的常明灯附在火炬头四周，常明灯由点火器点火操171、作。燃料气是来自低温甲醇洗的净化气，经计量后进入燃料气分液罐，气液分离后的净化气供给常明灯作燃料气源。设计可保证常明灯在大风中不会熄灭，保证随时进入火炬系统的气体燃烧。没有火炬气送来时，焦炉气、氮气连续供应，以保证常明灯持续燃烧不灭。一旦前面的生产装置发生事故就可将火炬气送到本装置燃烧。整个装置的工艺流程简单，易于操作。火炬发生回火是严重的事故危害，设计采取以下两道防火措施：一、设置分子封，分子封是保护火炬筒体发生回火普遍采用的设备，向分子封内通入惰性气体氮气作为密封气，氮气进入分子封后，在折流的钟罩部分形成密封层，密封层可阻止空气渗入，不能在火炬筒内形成符合爆炸浓度的气体，就不会发生爆炸，从172、而保护了火炬筒体以及火炬筒体以前的排放系统。二、设置水封罐，水封罐将火炬系统与装置排放总管有效隔离，以阻止空气在火炬待命状态进入放空管道而形成爆炸性气体。.3原材料及动力消耗 原材料及动力消耗序号名称规格使用情况单位消耗定额时耗量备注正常最大1低压蒸汽0.5 MPa(g)消烟和伴热t0.3间断2燃料气0.03 MPa(g)常明灯点火用Nm32连续3氮气0.5 MPa(g)气封用Nm350连续4仪表空气0.5 MPa(g)点火器用Nm340间断5电380V污水输送泵用kW6间断 全厂罐区.1流程简述6.1.1综合罐区由甲醇精馏工段送来的粗甲醇进入粗甲醇储罐，当甲醇合成工段检修时或粗甲醇储罐液位达173、高限时，用粗甲醇送料泵送至甲醇精馏工段进行精馏。由甲醇精馏工段送来的精甲醇进入精甲醇中间储罐，定期分析，当精甲醇不合格时，用精甲醇中间罐泵送回粗甲醇储罐；如分析合格则送入精甲醇储罐。精甲醇储罐的精甲醇由精甲醇补料泵定期送往低温甲醇洗工段为其补充甲醇，同时用精甲醇送料泵送往二甲醚合成工段，做为二甲醚合成的原料；需要外售时用精甲醇装车泵通过鹤管装汽车槽车外售。由甲醇精馏工段和二甲醚合成工段送来的杂醇进入杂醇储罐，需要时用杂醇装车泵通过鹤管装汽车槽车外售。由煤气水分离工段来的中油和焦油分别进入中油储罐和焦油储罐，定期用各自装车泵通过装车鹤管装汽车槽车外售。由酚回工段来的粗酚进入粗酚储罐，需要时用粗酚174、装车泵通过装车鹤管装汽车槽车外售。由低温甲醇洗工段来的石脑油进入石脑油储罐，需要时用石脑油装车泵通过装车鹤管装汽车槽车外售。.1.2二甲醚罐区由二甲醚合成工段来的二甲醚进入二甲醚球罐，储存温度为42，储存压力为0.84MPa，当球罐内压力超标时罐顶上的安全阀起跳，排放气经外管排至火炬。产品在需要时用二甲醚装车泵经装车软管装汽车槽车外售。由氨回收工段来的液氨进入液氨球罐，储存温度为40，储存压力为1.5MPa，当球罐内压力超标时罐顶上的安全阀起跳，排放气经外管排至火炬。产品在需要时用液氨装车泵经装车软管装汽车槽车外售。.2贮罐的容量、数量及形式见下表序号项目储存量 (吨)换算容积后储存量（m3）175、储罐容量及台数（m3台）储罐结构形式储存天数储罐冷却或保温情况1精甲醇储罐1800003169003200003内浮顶罐(钢浮盘)12外涂防晒漆2粗甲醇储罐5000162501100001内浮顶罐(钢浮盘)1.5外涂防晒漆3精甲醇中间储罐200022500230002内浮顶罐(铝浮盘)1外涂防晒漆4杂醇储罐160011800120001内浮顶罐(铝浮盘)27外涂防晒漆5中油储罐256012560130001固定顶罐15内设加热盘管6焦油储罐150011360120001固定顶罐20内设加热盘管7粗酚储罐185011800120001固定顶罐15内设加热盘管8硫酸储罐1300270028002固176、定顶罐15无9二甲醚球罐2700X24300X25000X2球罐2外涂防晒漆10液氨球罐1600X12700X13000X1球罐15外涂防晒漆.3物料的运输和装卸方案的确定由于所建厂区没有铁路运输，因而所有物料的运输全部采用汽车运输。综合罐区的汽车装卸站采用穿过式装车，所有物料采用鹤管装车。二甲醚罐区的汽车装卸站采用穿过式装车，物料由装车软管装汽车槽车，槽车上的气相管返回至球罐。.4物料贮存及运输情况序号物料名称物料来源贮存能力(吨)年运输量(吨)运输方式贮存时间1精甲醇甲醇精馏72001200000汽车槽车12天2杂醇甲醇精馏1440018000汽车槽车27天3粗酚酚回收10037000汽车177、槽车15天4中油煤气水分离136052000汽车槽车15天5焦油煤气水分离10030500汽车槽车20天6硫酸硫回收74052000汽车槽车15天7二甲醚二甲醚合成150800000汽车槽车2天8液氨氨回收160028500汽车槽车15天.5公用工程消耗低压蒸汽：0.5Mpa(A) 158 2(4)t/h.6废水排放蒸汽冷凝液: 2(4)t/h去污水回用水装置 气化排渣.1设计任务及设计范围气化排渣的设计任务是将16台气化炉灰锁排出的渣，经水力冲渣系统冲至渣池，渣在池内沉降后由抓斗桥式起重机抓出。气化炉水力排渣的设计范围是从气化炉灰锁下阀出口开始，至沉渣池为止。气化炉水力排渣系统按16台气化炉178、的排渣量设计，与气化炉工艺布置相对应，设计为两个排渣系统，两个沉渣池的有效容积可储存气化炉12小时的排渣量。.2工艺流程说明气化炉灰锁排出的渣经溜槽卸入渣沟，渣沟内设有激流喷嘴，激流喷嘴喷出的高压水将渣沟内的渣冲入沉渣池。灰渣在沉渣池内沉降，沉渣池内的渣沉到一定的高度时，由抓斗桥式起重机将渣抓出放在凉渣台滤水凉干，然后由抓斗桥式起重机装汽车运出厂外。灰渣池分为三个区域，由渣沟来的灰渣水首先进入沉渣池沉去大部分的灰渣，然后水流入沉清池继续沉去水中的细渣和灰，水最后流入清水池。清水池的水由泥浆泵抽取去气化厂房继续冲渣。冲渣水循环使用。.3控制方式本系统采用电气集中控制与就地控制相结合的操作方式.4179、环境保护及三废处理本系统气化炉在排渣过程中，气化炉高温炉渣遇水后产生大量蒸汽，夹杂灰尘弥漫整个渣沟。为了排除这部分灰尘，在每个渣沟卸灰口处设除尘罩。含渣水蒸汽由风罩经过风道进入洗涤器。除尘后干净气体排至室外，灰尘排至渣沟。 空分.1概述国外大型空分设备的发展始于50年代初，其发展也经历了一个不断完善的过程，目前其技术已日趋完善，技术经济指标也相当先进。目前能设计、制造30000Nm3/h O2等级空分设备的国家有：法国空气液化公司、德国林德公司、美国空气制品与化学品公司、英国氧气公司、日本酸素、日本日立、日本神钢、俄罗斯等，据不完全统计：除俄罗斯外，上述国家的公司已生产了30000Nm3/h 180、O2等级以上空分设备近100套，最大容量已达100000Nm3/h O2。国外3000040000Nm3/h O2等级空分设备的工艺流程，在七十年代中期，主要采用板翅式切换流程；八十年代中期，主要采用带增压透平膨胀机的常温分子筛净化空分流程，化工用的主要采用液氧内压缩流程，另外还有调峰型流程等，其设备容量也不断大型化。进入九十年代，国外30000Nm3/h O2等级的空分设备技术水平又有很大的提高，采用了规整填料塔技术，全精馏制氩技术和变负荷智能型DCS集散控制技术等。使设备的技术性能指标达到了一个新水平。生产气氧流程的氧提取率提高到约98%99%，氩提取率从75%提高到85%，单位氧电耗从原181、来的0.42下降到0.36kWh，运转周期从一年延长到二年以上，空分设备的设计制造技术也不断提高，采用了各种先进的流程计算软件及流程优化软件，CAD、CAM、自动焊接、真空钎接、数控加工等先进技术。国内大型空分设备的发展走过了采用高、低压铝带蓄冷器换热流程，全低压石头蓄冷器切换流程、切换板翅式换热器流程、常温分子筛吸附流程，直到现在采用带增压膨胀机的分子筛流程，液氧内压缩流程等的发展道路。我国的流程设计水平，由于引进了先进的流程模拟计算软件，加之有些厂家还自行开发了一些设计计算软件，因而流程设计已由原来的模仿国外公司的状况发展到目前能根据用户需要，自主开发流程的崭新境界。空分设备规格也由计划经182、济体制时的1500 Nm3/h O2、3200 Nm3/h O2、6000 Nm3/h O2等级发展到了1000045000 Nm3/h O2等级的系列空分设备。 .2空分装置规模本装置为80万吨/年二甲醚装置的配套设备。其主要任务是为工艺生产装置连续提供压力为3.7MPa(g),气量120000 Nm3/h，纯度为99.6%的氧气及为开车吹扫、置换、触媒升温还原提供气量40000 Nm3/h，纯度为99.99%的低压氮气及20000Nm3/h，纯度为99.99%的高压氮气，根据工厂和市场需要可以抽去一定量的液氮和液氧产品。.3空分装置流程选择本空分装置的工艺流程采用分子筛净化、增压透平膨胀机183、氧产品内压缩等先进技术。内压缩流程是现今国内外空分装置普遍采用的先进的工艺流程，内压缩流程具有以下几个主要优点：a) 由于用液氧泵及空气增压机取代了价格昂贵的氧气压缩机，可使投资降低。b) 液氧泵和空气增压机的备品配件比氧压机的备品配件价格低，因而可使维护保养成本降低。c) 使用液氧泵内压缩后，可防止烃类在冷凝蒸发器内聚集，因此安全性更好，装置也更可靠。d) 用空气压缩机取代氮气压缩机后，由于增压机在某些情况下可以和原料空压机合并成为一个机组，因而占地减少、安装费用省、操作方便、控制简化。内压缩空分流程分为空气循环（又称为双泵流程）和氮气循环（又称为单泵流程）。双泵流程是用高压空气来复热高压184、液氧或液氮产品（即空气循环），液氧、液氮产品用泵加压到所需压力；单泵流程是用高压氮气来复热高压液氧（即氮气循环），用液氧泵压缩液氧达到所需压力，用氮压机压缩机氮气达到所需压力。单泵流程利用高压氮来使加压液氧汽化复热并回收其低温冷量的缺点是：由于氮气的冷凝温度比空气低，氮气的潜热比空气小，这就意味着为汽化同样数量的加压液氧，需要被压缩的氮气量要比空气量更多而且氮气的压力要高于空气的压力。由于被压缩的氮气来自冷箱。在冷箱里的氮气管路有压力损失，因此循环氮压机的吸入压力要低于相应的增压空气压缩机的吸入压力，这就意味着氮压机的压缩比要大于增压空气压缩机的压缩比。因此，在同样规模的内压缩流程中，氮压机的185、尺寸要比增压空气压缩机的尺寸大，耗功也要高一些。另外循环氮气主要是作为吸收和转移低温冷量的一种载体，而空气则不仅完成了这种功能，还与精馏有机的结合起来，并能使精馏过程更加有效。基于以上的对比，本项目推荐空气循环的内压缩流程。.4工艺方案及主要设备选型为了满足所用氧及氮气量及压力等级需要，设计选用KDONAr-60000/30000 型深冷空分设备二套。主要技术参数如下：氧气60000 Nm3/h，纯度为99.6% O2 氮气30000 Nm3/h，纯度为99.99% N2空分装置用空气压缩机采用透平压缩机。氮气压缩机采用电机驱动。.5流程简述 a) 本装置采用分子筛净化空气、空气增压、氧气内压186、缩流程，带中压增压膨胀机，膨胀空气进下塔，采用规整填料上塔的工艺。b) 原料空气在过滤器AF中除去了灰尘和机械杂质后,进入空气透平压缩机,将空气压缩到约0.6MPa(a)，然后送入空气冷却塔AC进行清洗和预冷。空气从空气冷却塔的下部进入，从顶部出来。空气冷却塔的给水分为两段，冷却塔的下段使用经用户水处理系统冷却过的循环水，而冷却塔的上段则使用经氮水冷却塔WC冷却后的低温水，从而使空气冷却塔出口空气温度达到17。空气冷却塔顶部设有丝网除雾器，以除去空气中的机械水滴。c) 冷塔的空气进入交替使用的分子筛吸附器MS。在那里原料空气中的水份、CO2、C2H2等不纯物质被分子筛吸附。d) 净化后的加工空187、气分为两股，一股进入低压加热器E2，与返流的部分污氮气和低压氮气产品换热后进入下塔C1进行精馏。另一股经空气增压机一段压缩后再分为两股，一股相当于膨胀量的空气经增压膨胀机的增压端增压后再经气体冷却器冷却，进入高压换热器E1，从高压换热器E1中部抽出，进入膨胀机ET，膨胀后进入下塔C1进行精馏。另一股气体经空气增压机二段压缩，再进入高压换热器E1冷却，节流后进入下塔。空气经下塔初步精馏后，在下塔底部获得液空，在下塔顶部获得纯液氮。e) 下塔抽取的污液氮、纯液氮，进入液空液氮过冷器E2过冷后送入上塔相应部位。经上塔进一步精馏后，在上塔底部获得纯度为99.6%的液氧，经液氧泵加压至所需压力后进入主换188、热器复热出冷箱得到3.7MPa(g)氧气产品。液氧产品从冷凝蒸发器底部抽出送入进贮槽。f) 从辅塔顶部抽出纯氮气，经过冷器、主换热器复热后出冷箱供用户。g) 从过冷器E3后的液氮管道抽出产品液氮送入进贮槽。h) 从上塔顶部引出污氮气,经过冷器、主换热器复热后出冷箱，然后进入电加热器作为分子筛再生气体，多余气体送水冷塔。.6水、电、汽消耗指标：序号名称规格单位使用情况消耗量备注每小时每 年1循环水30-42 t连续3890079.2x1062电380V10kVkW连续182413.13x106连续373826.91x1063蒸汽0.5MPa1589.8MPa535t连续1179200连续3102189、.23x106.7三废排放 废水：2（4）t/h去污水回用装置 Ca2+、Mg2+、极微量粉尘等 泡沫站.1依据石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年版)和低倍数泡沫灭火系统设计规范GB50151-92(2000年版)，本工程泡沫站为保护罐区中的甲醇、杂醇、焦油、中油、粗酚等贮罐而设计。.2系统组成：压力式（胶囊）泡沫比例混合装置、泡沫混合液环管及泡沫栓。设备选型：设备名称设备型号单位设备数量备注压力式胶囊泡沫比例混合装置YPHNW80/130套1YPHNW80/130混合装置是一种正压式胶囊泡沫比例混合装置。由储罐、胶囊、比例混合器、进出水管、送排液管、排气管、液位显示计和190、控制阀门等部件组成。.3工作原理简述：贮罐火灾被确认后，消防值班人员直接启动比例式泡沫混合装置，当压力水流经比例混合器时，抗溶性水成膜泡沫药剂与水按比例自动混合，产生的泡沫混合液经管道送往贮罐上的泡沫发生器或经泡沫栓连接泡沫枪产生泡沫液进行灭火。.4 其他配置说明泡沫站内安装泡沫管枪水带箱一套（内含泡沫枪、水带接口、水带）。罐区放置泡沫管枪水带箱两套（内含泡沫枪、水带接口、水带）。在泡沫站设计有消防隔热服和阻燃战斗服各两套，为火灾抢险消防员可靠近火场进行灭火操作应急备用。泡沫液管线在抢险后要将管线内残液排入阀门井，用移动式液下泵抽出，集中统一回收处理。 自控自动化水平1. 本工程主要分为锅炉发191、电、空分、工艺装置区和循环水部分。全厂设置调度系统，将全厂各DCS系统连成一个网络，实现数据共享。锅炉发电设置独立控制室，采用DCS进行监控；化学水处理采用PLC进行控制，PLC必须有与锅炉发电DCS的通讯接口。空分装置设置独立控制室，采用DCS进行控制，其中机组采用透平压缩机综合控制（ITCC）系统。加压气化、低温甲醇洗、甲烷分离、新鲜气压缩、甲醇合成、甲醇精馏、二甲醚合成、煤气水分离、酚氨回收、硫回收、罐区等装置设置一个中央控制室，采用DCS进行监控，其中的压缩机组采用透平压缩机综合控制（ITCC）系统；如果工艺有需要可设置紧急停车系统（ESD）系统，ESD应有与中控室DCS的通讯接口。循192、环水系统采用常规的智能型数字式仪表，分别在各自的操作室或控制室设置仪表盘进行监控。2. 分析仪表的预处理系统及分析小屋应与分析仪表成套设计。3. 调节阀的电气阀门定位器选用智能型，带HART通讯。调节阀的气源采用气源分配器，出气管线为12*2不锈钢管（304）。4. 电磁阀的电压等级统一为24V DC。5. 接地电阻按4设计。6. 电缆按本安多芯软电缆设计，接线时必须用接线鼻子。7. 加压气化装置的仪表导压管线采用14*2或18*3不锈钢管（304），对焊式连接；其余装置的仪表导压管线采用12*2不锈钢管（304），卡套式连接。8. 仪表空气管线工艺专业应考虑用N2作为事故备用气源。9. 锅炉193、发电的调节阀按气动执行机构设计。5 原材料及动力供应5.1原料供应 主要原材料的品种、质量、年需要量a) 原料煤的规格及选择xx县境内煤炭的埋藏量大，且煤质好。煤种为侏罗纪延安组长焰烟煤，属不粘煤或弱粘煤，煤质突出低灰、低硫、低磷、低铝、固定碳高、发热量高、挥发份高，适于气化和液化，是优质的动力煤和化工原料煤。煤质分析数据如下：工业分析水分 Mad灰分 Aar挥发分 Vdaf固定碳 FCarwtwtwtwt13.025.0649.1637.03元素分析碳 Car氢 Har氮 Nar硫 St.ad氧 Oarwtwtwtwtwt54.704.030.860.4512.80发热量 Qb.adKJ/k194、g24760可磨指数 HGI /46灰熔点变形温度 DT软化温度 ST流动温度 FT134013501360灰组成分析SiO2AL2O3Fe3O4CaOMgOSO2TiO2wtwtwtwtwtwtwt11.4416.8211.3420.423.0926.400.80化学反应活性80085090095010001050110052.386.199.5100/原料煤、燃料煤用量 表5-7 原料煤、燃料煤用量 项目t/h万t/a原料煤413.05297.4燃料煤210.55151.6合计623.6449 原料煤、燃料煤、燃气的来源及运输方式(1) 煤炭来源项目本工程厂址拟建于新疆维吾尔自治区哈密地区195、xx县淖毛湖镇,处于煤源相对集中的地区.可以保证项目所需。(2) 运输方式本项目原料由汽车运输,将原料煤输送至厂区内。5.2 主要原材料、燃料价格现状目前随着煤炭市场的调节,加之大型矿井采用机械化开采,都将使煤炭生产成本上升，按原煤的成本估算,本项目价格初步确定为:原料煤: 35元/吨、燃料煤: 35元/吨5.3 主要辅助材料供应 主要辅助材料的规格和用量序号品种主要规格商品标准单位年需量供应来源运输条件1甲醇t2880正常自供汽车2二异丙基醚t1382外购汽车3硫回收催化剂VK-WSA催化剂t225外购汽车4合成甲醇触媒Cu Zn系 t195外购汽车5二甲醚触媒-Al2O3t150外购汽车6196、氢氧化钠t4752外购汽车7盐酸31%t5292外购汽车8污水处理药剂t1560外购汽车9循环水药剂t510外购汽车合计16946外购汽车5.4 动力供应 动力消耗 水、电、汽消耗量序号名称单位耗量备注1新鲜水1723. 8t/hxx河下游2电122717kWh本厂和外电网供给3蒸汽1496 t/h本厂锅炉 动力来源.1 给排水项目给水拟由xx河下游。xx河苇子峡水文站所测水质PH为8.0，水质偏碱性，矿化度为264mg/L，总硬度为128mg/L。水化学类型为重碳酸盐类，钙组，型。xx河苇子峡站水质类别为类。本工程年生产、生活用新鲜水量约1241万m3/a,最大小时用水量为1723.8m3/197、h。由xx河下游取水供给，取水渠道处增设活性炭过滤。采用双管输水送至厂区内，经澄清+过滤处理后,进入清水池。为避免对当地水环境造成不良影响，废水排水方案厂区排水划分为生活、生产污水排水系统、雨水和清净下水排水系统。（1）生活、生产污水排水系统生活污水排水系统收集各车间排出的生活、化验、地坪冲洗等排水及无压生产污水，送污水处理装置。（2）雨水和清净废水排水系统雨水和清净废水排水系统收集全厂清净废水，送净化（污水）回用系统处理后，部分排出厂外。.2 供电1、供电负荷根据生产规模和工艺特点，生产装置有压力设备和大功率压缩机，工艺介质为氢气和一氧化碳的特点，确定总体负荷为二级，其中还有少量为一级负荷和198、保安负荷；另有少量负荷如维修、办公室等为三级负荷。2、供电回路及电压等级外部电源：本厂的外电源采用双电源，全部为110kV，由附近电网引来，该电源作为电厂的起动电源，同时，也作为本厂的至少一套工艺装置的正常电源。内部电源：根据“热力平衡、以热定电”原则，本次设计，设两台60000kW及一台25000kW的发电机组，正常运行时发电145000kW。厂内电压等级为10KV、380/220V。.3 蒸汽项目生产所需蒸汽由拟建的锅炉提供。项目生产所需蒸汽等级较多，根据全系统总蒸汽动力平衡，蒸汽分5个等级供应，除利用项目副产蒸汽外，所需蒸汽均由项目新增的粉煤高压锅炉供给，满足大功率压缩机的蒸汽透平和工艺199、用汽需要，供项目生产使用。.4 其他仪表空气和工艺空气，由空压站供应。工艺用氮气、氮封、置换、吹扫的氮气统一由空分提供。6 建厂条件和厂址方案6.1 建厂条件 厂址的地理位置、地形、地貌概况新疆xx新能源有限公司80万吨煤基二甲醚项目厂址位于新疆哈密地区xx县境内。xx县位于天山北麓东段,地理坐标为北纬42544429，东经93359623之间。东北部与蒙古国交界，南临哈密市，西接巴里坤哈萨克自治县。 厂址概况：拟定厂址地处xx县淖毛湖镇附近。淖毛湖镇位于xx县东北方，距县城72公里，平均海拔450米。厂址位置为伊淖公路以东，淖毛湖镇以南约3公里处。 厂址地形平坦，为戈壁荒漠，地形趋势南高北低200、。工程地质、水文地质和地震等情况拟建厂址目前正在进行工程地质勘查工作。 区域地质：xx县境跨两个大地构造单元，但主要处在准噶尔地槽褶皱系，此为天山地槽褶皱系。准噶尔地槽褶皱系延伸到xx县境内为次级构造单元东准噶尔地槽褶皱带，褶皱带南北一系列褶皱挤压带及淖毛湖、xx山间凹陷组成，构造颇为复杂。 区域水文： 境内河流，按其形成、补给径流组成及流域分布情况，可分为自成体系又互为影响的小水系。 河沟径流的补给多来源于冰川、积雪消融、大气降水及基岩裂隙水。河流的径流变化随季节、气温、降水而变化。有不稳定、变化大、间歇性等水文特征。 地震：根据建筑抗震设计规范GB50011-2001中附录A，本地区抗震设201、计烈度为7度，设计基本地震加速度值为0.10g。气象条件xx县属典型的大陆性干旱气候。其主要特点：降水量少，空气干燥，蒸发量大，日照时间长。 淖毛湖属温暖带极干旱区，夏季干热，冬季寒冷。气温： 年平均温度 10.6 最高温度 44.9 最低温度 -33.9 土壤最大冻结深度 124厘米湿度： 年平均相对湿度 32降水量 年平均降水量 18.6毫米最大积雪深度 12厘米风向风速 年平均风速 5.0米/秒 最大风速 39.0米/秒 主导风向 NW 气压： 年平均气压 962.2HPa 年最高气压 1001.7 HPa年最低气压 936.6 HPa 蒸发量 平均最大月蒸发量 706.4mm 交通运输202、条件xx县境内有伊哈公路与哈密相连，伊淖公路与县城相接。厂址的交通运输较为便利。 水源、供排水等情况 本工程的水源利用地表水，采用管道送至厂区的原水处理系统。 工厂处理合格的废水用管道排至厂外的氧化塘。 电源、供电、电讯等情况工厂的供电来自哈密电业局的变电站和厂区的热电站。工程的施工临时用电可由现有供电系统供给。 因现时通讯事业发展很快，故本工程厂外通讯极易解决。 供热工程情况 工厂所需的蒸汽由厂内的锅炉房供给。 环境条件 厂址周围1公里范围内均为空地。 生活福利设施的条件 在厂址以西建设生活区。 厂址目前土地使用现状 厂址所占用土地均为戈壁荒漠。6.2 厂址方案 工厂的厂址方案地处淖毛湖镇附203、近的未利用土地，符合城镇规划。7 公用工程和辅助设施方案7.1 总图运输 设计依据（1） 采用的规范与标准工业企业总平面设计规范（GB50187-93）建筑设计防火规范（GB50016-2006)化工企业总图运输设计规范（HG/T 20649-1998）厂矿道路设计规范（GBJ22-87）总图制图标准（GB/T50103-2001）石油化工企业设计防火规范（GB50160-92）（1999年版）国家、行业的其它有关专业规范、标准和规定。（2） 业主提供的其他资料。 总平面布置（1）厂区用地分工厂区与火炬区：厂区用地呈平形四边形，南北方向约750.0米，东西方向1380.0米，占地面积约103.204、2hm2；火炬区（含氧化塘）位于工厂区外东北角。厂前区位于厂区西侧。工厂功能分区主要有生产区、辅助生产区、公用工程区、产品储运区等。（2） 布置原则:贯彻执行国家现行的防火、防爆、安全卫生、环保等规范要求。 满足工艺生产要求，使工艺管线短捷，物流顺畅。结合厂区现状，因地制宜进行布置，并满足运输要求。节约用地。（3）布置方案：将热电站区（含备煤系统、锅炉与发电、气化排渣等）布置在厂区的东南角，此举一为靠近蒸汽用户；二为地处工厂年主导风向的下风向。煤气化区（含加压气化、煤锁气柜、煤气水分离等）位于热电站区西侧；酚氨回收区（含煤气冷却、煤气水储罐、酚氨回收等）地处煤气化街区西面；辅助生产区（含空分、205、空压、总变电站等）布置在热电站区的北侧；气体净化区（含低温甲醇洗、制冷、甲烷分离、硫酸等装置）位于酚氨回收区的西面；甲醇及二甲醚装置区布置在气体净化区西面（厂区西侧中部），主要由压缩、甲醇合成、二甲醚装置等构成；化学水处理、工艺循环水等位于甲醇及二甲醚装置区的南侧。备煤区（含受煤、破碎、储仓及胶带运输等）位于气化东部。火炬及氧化塘等布置在厂区外的东部。成品与原料罐区（含二甲醚储罐、液氨球罐、酚、石脑油、焦油、中油、及酸碱储罐、泡沫消防站、装卸站等）位于工厂厂西北部。这样布置既有利安全，且又靠近运输道路。新鲜水与消防水（含原水处理）等位于厂区西南角利于供水管线进厂。污水处理位于厂区东北角。全厂性206、仓库及机修、电修等位于厂区的北面。车间办公、控制及分变等根据需要进行了设置。为满足运输和消防需要，各新建装置区均设置了环形通道。上述详见平面布置图。 竖向设计 布置原则1) 满足各工艺生产流程对高程的要求。2) 满足运输及排水要求。3) 结合自然地形，尽量减少土方工程量。竖向布置方式工厂竖向布置方式根据实际地形拟采用平坡式布置。 工厂运输工厂年运输量为672.3万吨，其中运入450.9万吨，运出221.4万吨，进出厂均为公路运输。主要物品为原料煤、燃料煤、炉渣、产品及化工品等。详见运输量表。表7.1-1 工厂运输量表 单位:吨/年名称运输量运输方式包装方式备注运入原料煤2973600汽车燃料煤207、1516000汽车催化剂483汽车袋石灰石6400汽车袋其他12115汽车罐或袋 小计4508598运出二甲醚857000汽车罐中油51380汽车罐焦油30334汽车罐石脑油17482汽车罐粗酚26762汽车罐硫酸（98）54000汽车罐液氨（99.6）28296汽车罐LNG357198汽车废催化剂483汽车灰渣764200汽车其他28000汽车小计2215135合计6723733（1）公路运输 厂内道路为城市型，路面结构采用普通混凝土路面。主要道路路面宽度9.0-12.0m，道路交叉口路面内缘转弯半径一般情况采用12.0m。厂外道路厂外道路分三条，一条为人流；另两条货流道路。公路运输设备为了208、实现运输社会化，故本次设计不考虑设置运输设备，生活运输车辆、运渣、产品与化学品的运输均由社会运力解决。 工厂绿化在车间周围、道路两侧及可绿化的地段内全部进行绿化，绿化重点为厂前区。绿化可铺植适合当地气候、土壤的草坪，种植乔木与灌木等树种。绿化系数15%。 其它工厂防护围墙：工厂的四周设置了围墙。出入口：在工厂北侧设置一处固体（运煤运渣）出入口；在厂区西侧设置一处液体（产品）出入口与一处人流出入口。货物计量在工厂的两处货流出入口均设置了电子汽车衡。消防站为满足要求，本项目考虑了设置消防站，其主要内容有：消防车、消防车库及人员宿舍与训练场地等。消防站位于厂前区。工厂排渣本项目的厂外排渣场拟定在厂外209、的天然沟壑，废渣堆放采用分层填埋、碾压、覆盖。7.2给排水工厂给水.1水源根据甲方提供的资料，本工程用水取自xx河下游。xx河苇子峡水文站所测水质PH为8.0，水质偏碱性，矿化度为264mg/L，总硬度为128mg/L。水化学类型为重碳酸盐类，钙组，型。xx河苇子峡站水质类别为类。本工程年生产、生活用新鲜水量约1241万m3/a,最大小时用水量为1723.8m3/h。由xx河下游取水供给，取水渠道处增设活性炭过滤。采用双管输水送至厂区内，经澄清+过滤处理后,进入清水池。.2厂区给水系统方案根据各用户对水量、水质、水压及用途的不同要求，将厂区给水系统划分为生活给水系统、生产及低压消防给水系统、稳210、高压消防给水系统、二次回用水系统、净化（污水）回用水系统及循环冷却水系统。分述如下：（1） 生活给水系统本系统主要为满足生活、化验等用水要求而设置，系统供水量为1630 m3/h。从清水池取水加氯消毒后加压供给各用水点，供水压力0.3MPa。（2） 生产、低压消防给水系统： 本系统主要由设在净水处理站供水加压泵房内的生产、消防水泵及生产、消防（低压）给水管网组成，供给全厂各工艺装置和辅助生产设施的生产用水、机泵冷却、杂用冲洗用水及消防用水，系统生产供水量约为1723.81946.2m3/h，水质浊度3mg/l，供水压力为0.4MPa；系统消防供水量约为216m3/h，供水压力为0.4MPa。管211、材采用钢管。（3） 稳高压消防给水系统：该系统供水量为330L/s，供水压力0.95MPa。该系统负责全厂消防用水。根据建筑设计防火规范（GB50016-2006），本工程占地面积大于100ha,厂内同一时间火灾次数为1次，消防需水量最大处为工艺装置区，消防用水量330L/s，火灾延续时间按3小时考虑，所需消防储量为3564m3。净水处理站内设有5000m3的源水池三座兼做消防储备水池，可以保证全厂的消防用水量。全厂高压消防给水管网采用稳高压制，平时由稳压泵运行保持系统管网压力在0.8MPa左右，发生火警时，随着消防给水管网的压力下降，自动启动高压消防泵供水，系统供水压力 0.95MPa。本系212、统管网环状布置，管材采用钢管。消火栓采用SS150-1.6型室外地上式消火栓，布置间距在工艺装置区及罐区周围不大于60米，其余不大于120米。并根据规范要求设置必要的阀门等。另在工艺装置区及罐区设置消防水炮，以进行特殊保护。（4） 二次回用水系统：为了充分利用水资源，提高水的重复利用率，节约新鲜水用量，本工程设置二次回用水系统。本系统主要是将循环水系统的排污水回收，再分别送至脱盐水处理站，作为脱盐水系统的原水；送至污水处理站作为生产用水；以及作为公共用水浇洒绿地和道路。多余部分排水排入厂内雨水、净下水排水系统，然后进入污水回用系统，与经处理达标的污水及其它生产净下水一起，再经净化处理后回用于生213、产。预期回收利用水量为299.6350.4m3/h。（5） 净化（污水）回用水系统：为了充分利用水资源，节约新鲜水，本工程设置净化（污水）回用水处理系统。即：将部分循环水系统的排污水、经处理达标的污水及其它生产净下水回收至本系统，再经进一步净化处理后回用于生产。合计回收水量约为346.4402.8m3/h，回收水浊度约为150mg/l。系统产水率按75%计，预期净化回收利用水量为324.4374.8m3/h，出水浊度90燃料：动力煤台数： 5汽轮发电机组型号： CC60-8.83/4.12/0.981额定功率： 60MW台数： 2型号： B25-8.83/4.12额定功率： 25MW台数： 1214、静电除尘器考虑环保要求，每台锅炉烟气采用静电除尘器，除尘效率99.3，正常运行排烟气量约280万Nm3/h烟气经除尘后其烟尘排放浓度约为45mg/Nm3 ，可以满足火电厂大气污染物排放标准(GB132232003)。.3.3 烟气脱硫锅炉引风机来的的烟气，进入脱硫塔洗涤，利用酚回收生产的10的氨水吸收生产亚硫铵。吸收剂氨与吸收液混合进入吸收塔。吸收液吸收烟气中SO2形成的亚硫铵在吸收塔底部鼓入空气氧化成硫铵溶液，硫铵溶液泵入洗涤降温段，将烟气温度降低并蒸发水分，形成固含量35的硫铵浆液，硫铵浆液经过进一步浓缩，生成的结晶浆液流入过滤离心机分离得到固体硫铵，在进入干燥器（热源为0.8MPa、饱和215、蒸汽) 干燥后，进入料仓和包装机，即可得到商品硫铵。包装后的硫铵成品送入硫铵仓库。脱硫净化后的烟气含SO2（约55mg /Nm3）远远低于国家排放标准，可经烟囱高空排放。可以满足火电厂大气污染物排放标准(GB132232003)。表7-4-2 锅炉物料消耗及污染物排放序号项目小时量年量备注1动力煤210.55t151.6万t年按7200h2渣量1.5t1.08万t3灰量13.5t9.5万t 化学水处理（脱盐水站）.1 全厂脱盐水平衡本工程脱盐水消耗量为703762.8m3/h，脱盐水的电导率（25）0.2S/cm，二氧化硅20g/L。.2 脱盐水能力确定依据上述需求，脱盐水系统的规模制备能力按216、840m3/h考虑。考虑到水处理过程自用水的消耗及回收率，化学水处理站需用原水785.6852.4m3/h。为尽量节约源水耗量，提高水的重复利用率，本设计脱盐水站的原水分别来自以下二路：1）循环水系统的排污水二次回用供给295.6322.4m3/h，其水质：PH 69，浊度15 mg/l，全盐量18002000mg/l，氯离子80140mg/l。2）全厂冷凝回水490530m3/h，其水质：硬度5mol/L，铁100g/L，电导率40S/cm，Na+100g/L，SiO280g/L。.3 脱盐水工艺方案确定脱盐水装置包括脱盐水制备和冷凝水精制两套系统。脱盐水制备拟采用的设计方案为：前置预处理 217、保安过滤器 高压泵 反渗透（RO）装置 脱气塔 中间水箱 中间水泵 混床 脱盐水箱 脱盐水泵 用户。该方案具有工艺先进，污染物产生量少，运行简单稳定，自动化程度高，酸碱耗量低，系统设备管路简单，施工周期短等优点。冷凝水精制拟采用的设计方案为：冷凝回水 换热 冷凝水箱 冷凝水泵 前置阳床 混床 脱盐水箱 脱盐水泵 用户。本设计采用二组产水能力为200m3/h的反渗透（RO）装置，脱盐水产水能力400m3/h，回收率为75%，脱盐率不小于97%。脱盐水装置浓排水经反洗水箱回收后用作过滤器反洗水。多余浓水（正常82.6t/h; 最大89.6t/h）溢流排至净化(污水)回用水系统。.4 处理后水质Si218、O20.02mg/l电导率0.2s/cm.5 再生脱盐水装置混床采用盐酸及烧碱再生，再生废液排至中和池中和，符合GB8978标准之后排放。7.5 贮运设施及机械化运输 物料的运输、装卸、贮存原料煤、燃料煤由自卸汽车从煤矿运进厂内的原煤，在汽车卸车库卸进卸煤槽内，卸煤槽下部设有叶轮给煤机，将原煤给入皮带机输送系统。产品甲醇、杂醇、焦油、中油、粗酚、液氨等液体产品由汽车装卸站装车，运离本厂。气化排渣为水力排渣，在沉渣池内沉降，沉渣池内的渣沉到一定的高度时，由抓斗桥式起重机将渣抓出放在凉渣台滤水凉干，然后由抓斗桥式起重机装汽车运出厂外。锅炉排渣经捞渣机，分离水后，装汽车运出厂外。 贮运设施产品甲醇、219、杂醇、焦油、中油、粗酚、液氨等液体产品贮罐的容量、数量及形式见下表:序号项目储存量 (吨)换算容积后储存量（m3）储罐容量及台数（m3台）储罐结构形式储存天数储罐冷却或保温情况1精甲醇储罐1800003169003200003内浮顶罐(钢浮盘)12外涂防晒漆2粗甲醇储罐5000162501100001内浮顶罐(钢浮盘)1.5外涂防晒漆3精甲醇中间储罐200022500230002内浮顶罐(铝浮盘)1外涂防晒漆4杂醇储罐160011800120001内浮顶罐(铝浮盘)27外涂防晒漆5中油储罐256012560130001固定顶罐15内设加热盘管6焦油储罐150011360120001固定顶罐20220、内设加热盘管7粗酚储罐185011800120001固定顶罐15内设加热盘管8硫酸储罐1300270028002固定顶罐15无9二甲醚球罐2700X24300X25000X2球罐2外涂防晒漆10液氨球罐1600X12700X13000X1球罐15外涂防晒漆7.6 厂区外管网 设计依据、设计范围及设计分工设计依据：本工程工艺及辅助专业所提界区接点条件表；全厂总平面布置图。设计范围：本设计为新疆xx新能源80万吨/年煤基二甲醚项目工艺供热外管可行性研究。负责二甲醚生产装置、锅炉房、化学水处理等工号之间管线的连接。 设计分工：各工号界区红线或建筑轴线外一米处。管道输送的介质及其分类 气相介质：焦炉气221、燃料气、合成气、转化气、升温气、放空气、中压蒸汽、低压蒸汽、氮气、氧气、过热蒸汽、压缩空气、仪表空气。液相介质：甲醇、粗甲醇、甲醇残液、脱盐水、蒸汽冷凝液、锅炉给水、工艺冷凝液。 管道的敷设.1 敷设原则及敷设方式在管架布置中，管架底距主要道路路面最小净空为5m，距次要道路路面最小净空为4.5m。在管道的排列中，设计将重量大的常温管道放在梁的两端，对称布置，避免偏心及扭转。 在管道的分层排列中，设计将仪表及电缆桥架布置在最上层，煤气管道与常温管道布置在中间一层，一般工艺管道、温度高的管道及可燃、易燃液体等管道布置在下层。同时，设计合理的管道坡度和放空点、导淋点，使之不致积存介质。对饱和蒸汽管222、道在适当的位置设置疏水装置。对蒸汽伴热的管道尽可能排列在易于观察和检修的位置。管架设计主要采用钢筋混凝土结构，双柱纵梁式管架，局部采用独立T型管架。.2管道设计 蒸汽管网的设计采用全厂统一的压力等级，高、中、低压蒸汽管网压力为9.8、2.5、0.5MPa。甲醇合成和转化副产的中压蒸汽分别减温、减压后并入本厂低压蒸汽管网。.3 管道材质的选择在本设计中，氧气、脱盐水、工艺冷凝液管道材质为304，中压蒸汽管道材质为15CrMo，其它管道采用碳钢管，材质为20#钢或Q235A。.4管道的特殊要求对温度高的工艺管道设计，尽可能利用其自然补偿；煤气管道一般按80-100m设置波纹管膨胀节，其中煤气管道低223、点设置冷凝液排出器。对间断输送液体的室外管道采取保温措施，以防冬天冻裂管道。另外，对煤气等可燃、易燃介质管道设计接地装置，两接地极间的距离为60-80m。具体静电接地按化工企业静电接地设计规范HG/20675-90执行。对忌油的氧气管道要求在气密性试验前进行脱脂处理。.5 管道的保温及防腐 管道保温材料选用复合硅酸盐板材。保温保护层：在保温层外包铝皮。管道防腐:不保温管道：氯磺化聚乙烯防腐底漆、面漆各二道。保温管道： 硼钡酚醛防锈底漆二道。7.7 采暖通风及空气调节 设计原则的确定根据工艺专业要求，遵守现行专业规范、规定，做到安全、可靠，适当先进的原则进行设计 采暖、通风及空调方案.1 采暖热224、媒为11070热水，经换热站汽水，水水二级换热器制取，室内采暖系统原则上采用铸铁散热器采暖，通风负荷较大时，采用散热器与暖风机相结合的方式采暖，采暖外管采直埋方式排放.2 通风量较大的车间采用自然通风，墙上轴流风机或屋顶风机强制全面通风方式，化验室采用局部排风方式。.3 各控制室采用恒温恒温机房专用控温器，保证控制室温度为2325，相对湿度为5060，通风方式为下送上回。7.8 仪表空压站 工艺方案的比较与选择 本站的主要任务是为气动仪表提供无油、无尘、露点-40的仪表空气。用气量及质量要求如下表： 工段用气量(Nm3/h)质量要求压力（Mpa）温度（C）露点（C）使用情况备注仪表空气2400225、04无油无尘0.6440-40连续氮气20000.640连续主要设备选型及配置满足上表用户的气体需要量及质量要求，设计可供选用的空压机及氮压机有活塞式和螺杆式，活塞式空压机虽一次投资略低，但易损件多，运行中故障率高，故不推荐采用。螺杆式压缩机运行平稳，易损件少，且代表了当今动力用空气压缩机的发展趋势，故设计选用螺杆式空压机。设计选用水冷式螺杆空气压缩机三台，氮压机一台，该机排气量为40m3/min,排气压力0.75MPa；空压机二开一备，其中二台可保证仪表空气连续、稳定的供应，另一台保证氮气的连续供应,备机共用。为满足仪表用气的露点及含尘、含油量的要求，设计选用微热再生空气干燥装置一套及配套的226、过滤器。该设备额定处理气量为120m3/min，再生气耗量约5%，成品气露点-40，最大含油量0.1ppm，最大固体离子1m,最大含尘浓度1mg/m3可满足全厂仪表用气的质量要求。开停车用压缩空气量比较大，开停车时，设计由空分装置的压缩机提供，设计不单独配置空气压缩机。 工艺流程简述空气自大气吸入，经二台螺杆空压机压缩后，其压力达到0.75MPa，冷却后温度约为40左右，进入除尘除油过滤器，除去空气中的固体颗粒及微量油份再进入微热再生空气干燥器，在这里空气中的灰尘和水份被吸附，达到露点-40，符合质量要求的空气，经仪表空气储罐缓冲、稳压后由外管去仪表空气用户。来自空分装置的氮气经压缩机压缩后其227、压力达到0.75MPa，冷却后温度约为40左右，经氮气储罐缓冲、稳压后由外管去氮气用户。7.9 维修全厂机、电、仪的维修,日常维修工作由项目各工段的维修人员负责,大修可由项目拟设的维修车间承担,必要时可外委进行。7.10 分析化验本项目化学分析检验机构设置全厂性中央化验室及各装置分析化验室.中央化验室负责全厂的生产原料、辅助材料、产品及副产品的质量性能检验,各装置分析化验室承担各生产过程中的控制分析,即中控和半成品的分析检验任务,保证生产出合格产品. 中央化验室任务负责进厂原料、辅助材料的质量监督分析化验工作。负责出厂成品的质量检查、监督。负责生产过程中中间控制分析项目的抽查及监督。负责全厂所228、需的标准溶液，二次蒸馏水的制备及储存。负责出厂成品及其详细记录的保存。负责化验所用玻璃仪器、试剂和化学药品的采购、保存和发负责分析天平及标准仪器的校验工作。负责对全厂半成品、成品进行质量抽查、控制，填写半成品、成品质量月报。参与全厂的安全分析、对安全事故进行分析、报告。 中化室的规模、组成和面积确定中央化验室包括有水质分析室、标准溶液制备室、天平室、高温室、样品保留室、仪器分析室、色谱分析室、成品分析室、中控分析室、原料分析室等功能间，并设有更衣室、仪器库、药品库、办公室及配电室等辅助功能间。在室外设有钢瓶间，用于存放色谱仪用各种高压气体钢瓶。7.11 土建本工程为6度抗震设防,对此,建筑结构229、均应采取切实有效的抗震构造.地质勘察时,应对此提出准确评价及可供选择的地基处理方案.根据厂区工程地质概况及工程建、构筑物的结构特点,对高层建、构筑物采用钢筋混凝土独立基础或条形基础,合成压缩机基础及锅炉等采用构架式基础,设备采用钢筋混凝土或素混凝土,一般建筑采用砖混结构.管架一般采用钢筋混凝土及钢架,当有特殊要求时可采用钢结构.所有池、槽、坑、沟均采用现浇混凝土或钢筋混凝土.主要建构物一览表序号名称基础承重结构占地面积(m2)建筑面积(m2)防腐等级防火等级卫生等级1备煤系统钢筋混凝土独立柱基钢筋混凝土支架30005000无丙32空分装置钢筋混凝土独立柱基局部条基钢筋混凝土支架80004000230、无乙43气化装置钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架50009000无甲34煤气冷却钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架24004000无甲35酚氨回收钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架65003500无乙36煤气水分离钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架86004000无乙37低温甲醇洗钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架120004000无甲38制冷钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架800018080无乙39硫回收钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架26501800无甲3 10消防泡沫站钢筋混凝土条基砖混800220无戊4 11空压站钢筋混凝土设备基础砖混400150无丁12甲醇、二甲醚合成钢筋混凝土设备基础钢筋231、混凝土框架1000020000无甲313火炬钢筋混凝土设备基础钢框架46060无乙14罐区装卸钢筋混凝土设备基础钢筋混凝土支架15200300弱甲315冷却水系统钢筋混凝土独立基础条形基础钢筋混凝土框架158808000无戊316废水处理钢筋混凝土水池无2690512000无戊17新鲜水系统钢筋混凝土水池无65002200无18控制室钢筋混凝土条形基础 设备基础砖混20006000无丙319综合办公楼钢筋混凝土基础砖混20006000无丙320维修仓库钢筋混凝土基础钢筋混凝土排架50002000无甲321消防站砖混1500200无丁322供热及脱盐水钢筋混凝土基础钢筋混凝土排架60000300232、00无丙37.12生活福利设施除考虑生产设施外,各车间均设置卫生设施,包括更衣室、操作室等,在厂外公司专门建有生活区。有：倒班宿舍、培训中心、办公大楼、商贸中心、研发中心、消防站、职工医院、气体防护站、文化活动中心、供热中心等设施，为本项目服务。8 节 能8.1 编制依据中华人民共和国节约能源法（1998年1月1日执行）； 国家计划委员会、国家经济贸易委员会、建设部计节能19972542号印发关于固定资产投资工程项目可行性研究报告“节能篇 章”编制及评估的规定的通知。8.2 编制原则 认真贯彻国家产业政策和行业节能设计规范，严格执行本行业节能技术规定，努力做到合理利用能源和节约能源。 采用适合233、先进工艺的高效设备，严格禁止选用已淘汰的机电产品。 设置能耗检验仪表，提高自控水平，加强计量管理。8.3 项目综合能耗计算项目产品的生产过程，伴随着能量产品的转移和损失，因此，能量的损耗和转化情况也决定于工艺的先进性和合理性。在计算能量消耗的过程中，均采用标准煤（29260kJ/kg）做为基准进行折算。8.4 节能措施工艺节能措施本项目工艺设计中充分选用了国内外现有的先进技术和工艺，即空分装置、甲烷深冷分离、甲醇合成、二甲醚合成等装置引进国外技术和专利、关键设备，同时采取相应措施使能量得到了充分利用。热电站、大型压缩机全部空冷，大量节省了水的消耗；此外，气化、合成等化学反应过程都要放出大量的热234、，从各个热量等级分级利用余热预热脱盐水。凝结水，减少热损失就成为节能的主要任务。主要节能措施有：1.空分空压机、增压机、合成气机循环气压缩机、甲烷深冷分离压缩机、CO2压缩机采用先进的高效率的离心式压缩机，蒸汽透平直接驱动，压缩效率的提高，避免了能量转换的损失，从而达到节能的目的，而且空分空压机、增压机、合成气机循环气压缩机、甲烷深冷分离压缩机。2.利用流程中的低位热能预热锅炉给水、凝结水和锅炉给水，节省了蒸汽的消耗。3.采用先进的、低能耗的低温甲醇洗工艺。其工艺为物理吸收，在高压力下选择性脱硫、脱碳，与各种净化工艺相比消耗最低。4.按不同的保温要求，选用保温性能好的材料。给排水节能措施为了降235、低新鲜水消耗量，本项目中积极稳妥地采用了节水性的工艺和设备，提高水资源利用率，降低水资源无效消耗，具体措施如下：工艺蒸汽透平冷却方式部分采用空气冷却，节约了大量循环水。对工艺蒸汽透平及各工段蒸汽冷凝液加以回收利用，减少了脱盐水的用量。经生化处理的污水做为循环水补充水，减少了循环补充水的用量。采用上述节水措施后，全厂水重复利用率为96.4。全厂能量综合利用蒸汽系统不同的位能分级使用。高压蒸汽用来驱动空压机、增压机等透平和抽凝汽发电机组。这不仅符合国家“热电联产、以热定电”的原则，而且使能量利用更为合理，提高了效率，降低了能耗。综合利用工艺过程产生的余热，用以副产蒸汽、工艺过程的加热或预热锅炉给水236、，以提高工艺余热的利用效率。合理安排全厂蒸汽平衡，同时对全厂各系统用汽加以优化，使全厂用汽与产汽之间基本达到平衡。供电节能措施设计时选用低损耗节能型变压器、电动机，工艺专业选用Y型节能电动机，主厂房照明采用高效长寿命气体放电灯，二次回路控制设备采用节能型元件，对负荷变动大的风机、水泵应尽量采用变频控制，将变电所布置靠近用电负荷的中心。其它节能措施换热器采用高效、低压降换热器，提高效率，减少能耗；在机泵的选用上选用高效机泵，提高设备效率。采用先进的自动控制系统，使得各系统在优化条件下操作，提高全厂的用能水平。加强设备及管道的隔热和保温等措施，对所有高温设备及管线均选用优质保温材料，减少散热，提高237、装置及系统的热回收率。8.5节能指标通过采用上述各项的节能措施，本工程每小时能耗为171160GJ，折标煤586.46t，相当单位产品综合能耗为4.14吨标准煤。在本工程的能耗构成中，原料煤的能耗占总能耗比重较大。对于以煤为原料生产合成甲醇、二甲醚的装置又副产了55163万Nm3/a LNG和焦油、中油、粗酚、液氨等副产品，本项目工艺流程是合理而且先进的。9环境保护9.1厂址与环境现状9.1.1厂址的地理位置和自然条件新疆xx新能源有限公司80万吨煤基二甲醚项目厂址位于新疆哈密地区xx县境内。xx县位于天山北麓东段,地理坐标为北纬42544429，东经93359623之间。东北部与蒙古国交界，238、南临哈密市，西接巴里坤哈萨克自治县。 厂址概况：拟定厂址地处xx县淖毛湖镇附近。淖毛湖镇位于xx县东北方，距县城72公里，平均海拔450米。厂址位置为伊淖公路以东，淖毛湖镇以南约3公里处。 厂址地形平坦，为戈壁荒漠，地形趋势南高北低。xx县位于新疆维吾尔自治区东北部，天山东段北麓，东经93359623，北纬42544429之间，东北部与蒙古国交界，西部与巴里坤哈萨克自治区相邻，南部与哈密市隔山相望。县境南北宽约175km，东西长约215km，总面积19735km2。地势西高东低，南北倾斜，最高的喀尔里克山主峰海拔4888m，县城海拔1700m，最低点淖毛湖煤矿小盐池海拔260m，边界线长达27239、4km。附近及周围没有密集的居民点，仅分布有少量农村居民点。9.1.2厂址处区域环境现状（1）环境空气质量现状xx县境内企业较少，环境空气污染属煤烟型，当地环境监测结果表明，SO2、NOX、F-、TSP和PM10的日均浓度范围均低于环境空气质量标准（GB30951996）二级标准限值。TSP和PM10日均最大值接近或超过国家二级标准限值，主要是受风沙影响较大。总体来说，拟建厂区环境空气质量较好。（2）地表水环境质量现状xx县是水资源相对富集地区。境内有xx河河流，距拟建厂址约560m。由于该河流沿途工矿企业较少，目前河水尚未受到污染，河水水质较好，其指标均符合地表水环境质量标准类标准。（3）地240、下水淖毛湖盆地地下水补给：降雨入渗补给量为1560万m3，莫钦乌拉山北坡主要沟谷径流入渗补给量3969万m3，渠道入渗补给量640万m3，田间灌溉入渗补给量538万m3，xx河入渗补给量642万m3，山区泉水溢出侧向补给量5.0万m3。区内地下水主要以泉水溢出、潜水蒸发、人工开采和侧向流出方式排泄。淖毛湖盆地地下水资源总量为7354万m3，其中天然补给量为1565万m3，转化补给量为5789m3，地下水可开采量约3500万m3。项目区水资源总量为8590万m3。9.2编制依据及采用标准9.2.1编制依据（1）化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定；（2）建设项目环境保护管理条例（中华人民共241、和国国务院第253号1998年11月29日）；9.2.2执行的有关法规及规定（1）中华人民共和国环境保护法，（1989年12月26日）；（2）中华人民共和国大气污染防治法，（2000年4月29日）；（3）中华人民共和国大气污染防治法实施细则，（1991年5月8日）（4）中华人民共和国水污染防治法，1996年5月；（5）中华人民共和国水污染防治实施细则，2000年3月20日；（6）中华人民共和国固体废物污染环境防治法，1996年4月；（7）中华人民共和国噪声污染防治法，1996年10月29日；（8）中华人民共和国清洁生产法，2003年1月1日；（9）关于环境保护若干问题的决定，中华人民共和国国务242、院国发199631号，1996年8月；9.2.3环境质量标准（1）环境空气质量标准（GB3095-1996）中的二级标准（2）地表水环境质量标准（GB3838-2002）类水质标准；（3）地下水质量标准（GB/T14848-1993）中类标准（4）城市区域环境噪声标准（GB3096-93）中2类标准。9.2.4排放标准（1）废气排放采用大气污染物综合排放标准，（GB16297-1996）表2中的二级标准值。（2）废水排放执行污水综合排放标准，（GB89781996）中一级标准；（3）工业企业厂界噪声标准，（GB12348-90）中类标准；（4）一般工业固体废物贮存、处置场污染控制标准，（GB1243、8599-2001）；9.3建设项目主要污染源及主要污染物排放量9.3.1拟建工程工艺简介拟建工程项目装置主要包括：气化装置、净化装置（包括低温甲醇洗、硫回收）、甲烷深冷分离装置、煤气水分离、酚、氨回收装置、甲醇合成装置、二甲醚装置（二甲醚合成与精馏）、空分、冷冻站、锅炉房、全厂火炬、公用工程及辅助装置等。备煤采用破碎再筛分的方式分别进入原煤装置、气化备煤装置及锅炉备煤装置，气化采用碎煤加压技术，气化炉使用400012500立式带加套壳体炉型共14台，低温甲醇洗净化气体杂质，能够在同一装置内全部干净的脱除各种有害成分。深冷分离甲烷，经分离罐分离成气液两相,液态CH4产品，先节流减压后进入换热器244、中复热，回收冷量后作为产品二出冷箱.气相送新鲜气压缩装置，压缩后送甲醇合成塔经过合成分离后，从闪蒸槽出来的粗甲醇，送至甲醇精馏，得到产品甲醇，以自产的甲醇为原料，在固体催化剂的作用下，气相脱水生成最终产品二甲醚。9.3.2主要污染源与污染物9.3.2.1废气污染源大气主要污染源及主要污染物排放量见表9-1所示。164表9-1 废气污染物排放一览表装置名称排放点废气排放量Nm3/h污染物排放状况排放规律治理措施排放高度名称浓度mg/Nm3排放量kg/h加压气化煤气气化排放废气92344CO、H2、CO2间断送火炬燃烧60放空管排放废气1100CO、H2、CO2、H2O连续非正常工况废气36937245、6H2S、CO2、N2 、H2S、CH4 、CO、H2间断煤气水分离膨胀气1792CO、H2、CO2、N2、Ar、H2S 、CH4连续去硫回收/酚回收装置酸性气2210CO2、H2S连续去硫回收/低温甲醇装置低温甲醇洗废气166206.7CO2、N2、CO、H2、CH4、CH3OH、Ar、H2S305.0连续烟筒排放150低温甲醇装置低温甲醇洗酸性气2994CO2、H2S、C3H8、C4H10连续去硫回收/硫回收硫回收尾气76010SO2120连续去锅炉烟气脱硫150甲醇合成甲醇合成驰放气12128.22甲醇、CO、H2、CO2、N2、Ar、CH4连续去氢回收/甲醇低闪气4410CO、H2、C246、O2、N2、Ar、CH4连续去火炬60甲醇净化净化塔顶废气316.5二甲醚 、甲醇连续去硫回收做燃料/二甲醚合成净化塔顶废气63.9二甲醚 、甲醇连续去气化热风炉/氢回收膜分离尾气1978.57CO、H2、CO2、N2、Ar、CH4连续去硫回收做燃料或气化热风炉/热电站锅炉烟气2800000烟尘、SO2、NOX4555300连续150.2废水污染源大气主要污染源及主要污染物排放量见表9-2所示。表9-2 废水污染物排放一览表装置名称排放点排放水名称排放量m3/h主要污染物排放浓度mg/l排放规律治理措施名称排放浓度气化气化废水110COD:BOD:SS:NH3-N:PH:Cl-:5002502247、0030089300连续送污水处理厂变换废水1COD NH3-N连续低温甲醇洗废水2水、甲醇、C2-3连续二甲醚合成及精馏废水48连续.3固体废物固体废物排放量见表9-3所示。表9-3 固体废物排放一览表装置名称固废名称排放量t/a主要成分名称排放规律治理措施及去向加压气化气化炉粗渣350000C：12%, 灰：38%连续去渣场，综合利用（作水泥，建材原料）煤仓排放的煤灰C：20%, 灰：30%连续送锅炉燃烧硫回收硫回收反应器催化剂29.7Al2O3间断制造厂回收甲醇合成甲醇合成废催化剂165Cu、Cr、Al2O3间断制造厂回收二甲醚合成二甲醚合成废催化剂60Al2O3间断制造厂回收热电站锅炉248、灰渣150000细灰：（69%）渣：（31%）连续去渣场，综合利用（作水泥，建材原料）空分装置空分装置分子筛、吸附剂36.2Al2O3间断制造厂回收污水处理场生化污泥2500固体物：15%（wt）水分：85%（wt）间断送锅炉燃烧掺烧合计502790.9.4噪声噪声主要来源于振动、转动等设备产生的噪声，如鼓风机、空气压缩机、溶液循环泵等产生的噪音等，其声压级一般均高于85dB(A)。9.4设计中拟采用的环保治理措施废气治理措施（1）备煤工段煤运输、破碎、筛分等过程中产生粉尘，设计中设有单元袋式除尘器进行除尘，收集的煤尘返回运输系统，同时在料仓落料口上加有皮带密闭设施，防止煤尘向外飞扬。（2）煤249、加压气化装置煤锁加煤过程中排出少量煤气，采用煤锁喷射器抽出，经过旋风分离器分离后排入大气。气化炉煤锁气经洗涤、分离等措施处理后，然后送燃料气管网作为燃料气使用。煤气化装置设有火炬系统，用于处理气化炉开车时煤气并入工艺系统之前和泄压期间的可燃气体以及煤气水分离装置的膨胀气。（3）低温甲醇洗装置CO2闪蒸塔产生的废气，经脱盐水洗涤回收甲醇后送热电站，经150m锅炉烟囱排入大气，满足废气排放标准。甲醇洗装置产生的含H2S的废气，送硫酸回收装置。（4）煤气水分离煤气水分离装置产生的膨胀气含有：CO：2.61% (vol)，H2：8.20(vol)，CH4：1.63% (vol)，H2S：1.7%(vo250、l)等，送硫酸回收装置进行处理。（5）酚回收装置脱酚塔顶产生的酸性气中H2S含量3.8%，送硫酸回收装置进行处理。（6）硫酸回收由酸性气H2S燃烧生成SO2，SO2催化氧化成SO3和热回收及SO3与水冷凝浓缩成产品硫酸三部分组成，脱硫后气体满足废气排放标准。（7）中央火炬本工程利用中央火炬，用于处理事故状态下工艺装置排出的可燃性气体，废气经过完全燃烧后高烟囱排放，从而减轻有毒气体对大气的污染。（8）锅炉烟气本工程拟建5台450t/h粉煤锅炉，粉煤锅炉是可实现炉内脱硫和低温燃烧，减少二氧化硫和氮氧化物排放量。采用布袋除尘器，除尘效率99.8，采用氨肥法脱硫，脱硫率为98，烟气经处理后，采用新建高251、150m，直径为4.0m的烟囱排放，满足锅炉大气排放标准。废水治理措施(1)生产装置废水排放煤气水分离煤加压气化装置产生的废水及煤气冷却装置产生的废水送煤气水分离装置进行处理。煤气冷却装置送来的含油煤气水经过冷却后进入闪蒸槽，在此压力减至大气压，释放出蒸汽和所溶解的气体，膨胀气送膨胀气气柜，膨胀后的煤气水进行油水分离；分离出的尘-焦油-水混合物送气化炉烧掉；经初步分离的煤气水进一步进行油水分离后，一部分送气化装置，一部分送煤气冷却装置循环使用，剩余废水送酚氨回收装置。酚回收煤气水分离装置送来的废水，进入脱酸塔，脱除酸性物质后，送到萃取塔顶部。经过萃取，将酚分离出来，废水送污水处理场处理。萃取出252、的粗酚送罐区，分离出来的氨水送氨回收。氨回收脱酚装置的浓氨水进入氨回收装置，先经过汽提，将其中绝大部分的氨蒸汽汽提出来，然后经提纯阶段，将汽提出的氨中的少量H2S、CO2、HCN 及其它杂质除去，最后通过加压精馏塔，得到纯度较高的液氨，蒸氨剩余废水送酚回收装置。低温甲醇洗低温甲醇洗产生的废水，均含有一定的污染物，送污水处理厂进行处理。（2）无机废水治理循环水排污水：送入污水回用处理装置处理后回用。热电站水处理站废水：水处理站离子交换树酯再生过程中产生酸碱废水60t/h，这部分废水经中和后直接排至厂外氧化塘。本工程产生的废水均排入污水处理厂处理，达到一级排放标准后进入回用水装置处理，达到污水再生利用工程设计规范（GB/T50335-2002）后回用于循环水工艺。回用水装置排污量为22t/h，排入厂外新建氧化塘。氧化塘位置如图2.1-1，氧化塘废水可用作生态用水，如浇灌胡杨林等。