1、XXXXXXXXXXXXX有限公司农业综合开发项目可行性研究报告XX工程咨询有限公司二零XX年XX月XX项目可行性研究报告建设单位：XX建筑工程有限公司建设地点：XX省XX市编制单位：XX工程咨询有限公司20XX年XX月213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11.1 概述11.2 主要研究结论72 市场预测122.1 产品性质及用途122.2 二甲醚市场产能现状及预测192.3 2、二甲醚市场需求现状及预测222.4 目标市场分析262.5 价格现状与预测283 产品方案和生产规模333.1 产品方案333.2 生产规模333.3 产品质量指标344 工艺技术方案364.1 原料路线确定的原则和依据364.2 工艺技术方案的选择374.3 技术来源及引进范围824.4 工艺过程说明834.5 消耗定额934.6 设备方案954.7 自控技术方案1034.8 标准化1065 原料及辅助材料供应1135.1 原料的供应及规格1135.2 辅助材料供应1135.3 公用工程供应及规格1146 建厂条件和厂址方案1166.1 建厂条件1166.2 厂址方案1197 公用工程和辅助3、设施方案1207.1 总图1207.2 工厂运输1227.3 排渣场1237.4 给水排水1247.5 污水处理1297.6 供电1307.7 电信1367.8 供热站1397.9 采暖通风及空气调节1447.10 空压、制氮1467.11 贮运设施1477.12 维修设施1497.13 土建1497.14 中央化验室、环保站、气防站1517.15 火炬1527.16 生活福利设施1528 节能、节水1548.1 执行的节能、节水法律法规和规范1548.2 能耗指标及分析1548.3 节能措施1568.4 用水指标及分析1608.5 主要节水措施1619 环境保护1639.1 执行的环境保护法4、规和标准1639.2 三废排放及治理措施1659.3 环境监测设施及机构1719.4 绿化1719.5 水土保持1729.6 环保投资1729.7 环境影响分析17310 劳动保护、安全卫生与消防17410.1 劳动保护与安全卫生17410.2 消防18411 工厂组织和劳动定员18811.1 工厂体制和组织机构18811.2 生产班制和定员18811.3 人员来源和培训19012 项目实施规划19112.1 建设周期的划分19112.2 项目实施进度表19113 投资估算和资金筹措19313.1 投资估算19313.2 资金筹措19514 财务、经济评价及社会效益分析19914.1 财务评价5、基础数据19914.2 产品成本和费用估算20014.3 年销售收入和年营业税金及附加计算20214.4 利润总额及分配20214.5 财务盈利能力分析20214.6 清偿能力分析20314.7 不确定性分析20314.8 社会效益分析20515 结论20615.1 综合评价20615.2 研究报告结论2061 总论1.1 概述 项目名称、主办单位项目名称：120万吨/年燃料级二甲醚装置建设单位：陕西煤化工有限公司建设地点：陕西省宝鸡市xx县工业园 可行性研究报告编制的依据和原则.1 编制依据(1) 建设单位与四川天一科技股份有限公司签订的技术咨询合同。(2) 建设单位提供的可行性研究基础资料6、。(3) 化计发（1997）426号文化工建设项目可行性研究报告内容和深度的规定（修订本）。(4) 国务院令第253号，1998年11月29日建设项目环境保护管理条例。(5) 国家发展改革委、建设部发改投资20061325号文发布建设项目经济评价方法与参数（第三版）。(6) 国石化规发（1999）195号化工建设项目可行性研究投资估算编制办法（修订本）。(7) 国家计委计办投资200215号文投资项目可行性研究报告指南（试用版）。(8) 建设单位的总体发展思路。.2 编制原则(1) 严格执行国家、地方、行业现行法令、法规及各专业的标准规范。(2) 结合我国国情和煤制甲醇、二甲醚技术的成熟程度，7、通过对生产工艺技术的比较，选择先进、合理、可实施性强的甲醇、二甲醚生产技术、合理安排工艺流程，建设本项目，保证项目投产后能安全、稳定、长周期连续运行。(3) 充分依托拟建地现有的基础设施，尽可能降低工程造价，节省投资。(4) 在设备选型上本着技术先进、经济合理、安全可靠的原则进行，设备全部国产化。(5) 设计中坚持“一体化、露天化、轻型化、国产化、社会化”的五化方针。(6) 注意节能、降耗、减污、增效，努力降低成本，以获取最佳经济效益。(7) “三废”处理应满足国家有关环境保护的规定。外排废水、废气、废渣达到国家和当地环保排放的要求。(8) 贯彻“安全第一，预防为主”的方针，确保本工程投产后符8、合职业安全卫生的要求，保证职工的安全和健康。采用先进的控制和连锁系统，改善生产操作条件，为保护操作人员的身体健康，创造一个安全、清洁、文明的生产环境。(9) 对项目的费用和效益，本着实事求是，稳妥可靠的原则进行估算和评价。 项目提出的背景、投资必要性和经济意义.1 建设单位基本概况陕西煤化工有限公司（以下简称“建设单位”）是依据陕西神腾能源有限公司按照中华人民共和国公司法，于2010年4月23日在西安市工商行政管理处登记注册，公司性质为自然人控股的有限责任公司，注册资金10000万元。公司自主经营，独立核算，自负盈亏，具有独立法人资格的经济实体企业。建设单位秉承以人为本，科技为先的理念，积极引9、进各类人才，为企业的发展增添了活力和动力。公司高度重视企业文化建设，通过培训提高员工素质，丰富员工业余生活，并将企业文化的理念落实到每一个员工的心灵深处，与时俱进发展企业。“诚信待人”是建设单位的根本出发点，“团结向上，勇于创新”是建设单位不断前进的动力，“超越自我，追求卓越”是建设单位的企业精神。建设单位将发挥地缘优势、资源优势，谋求资产价值的发现和收益，并以此为当地人民谋求更多福祉。目前建设单位已步入良好的运转轨道，管理水平在不断提高，各项业务有条不紊的开展。.2 项目提出的背景陕西省历史悠久，地理位置优越、资源丰富、经济基础好、科技人才力量雄厚、旅游资源非常丰富，是我国西部大开发的重点地10、区。近年来陕西省经济快速增长，省内市场较为发达，对化工产品的需求旺盛，市场发展前景非常乐观。虽然陕西经济发展成就很大，但是其主要经济指标与东部地区相比，差距仍然较大。从发展的角度来看，陕西资源、科技和人才优势明显，经济基础好，发展空间巨大，尤其需要大型骨干项目拉动地方经济的发展，促进和加快产业升级和优化。中央西部大开发战略的实施为陕西带来了千载难逢的发展历史机遇。陕西省委、省政府决策要紧紧抓住西部大开发的历史机遇和当前有利的发展条件，坚持以科学发展观为指导，坚定不移地推进三个转化（即煤向电转化，煤电向载能工业品转化，煤气油盐向化工产品转化），打造四大产业链，走科技含量高、经济效益好、资源消耗低11、环境污染少、人力资源优势得到充分发挥的新型工业化道路。建设单位充分依托当地丰富的煤炭资源优势，采用先进技术和工艺，建设大型现代化煤化工项目，实现煤炭资源优势向经济效益优势转化，从而拓宽企业的发展领域，调整产业结构，形成新的效益增长点，并以此促进陕西石油和化学工业的发展，带动轻工、纺织、电子、建筑等相关行业的发展，同时还可以提高我国煤化工行业的整体水平。本项目产品二甲醚可以替代民用燃气、车用燃料等，实现以煤炭资源部分替代稀缺的油气资源，为缓解石油短缺，保障我国能源安全做出贡献。在上述背景下建设单位充分依托当地丰富的煤炭资源优势，采用先进技术和工艺，建设大型现代化煤化工项目。.3 投资必要性和经12、济意义（1）符合国家经济发展总体战略，促进区域经济的快速发展国家实施西部大开发战略，强调把加快西部经济社会发展同保持政治社会稳定结合起来。在充分调动西部地区自身积极性的基础上，逐步加大对西部地区的支持力度，推进西部地区人口、资源、环境与经济社会的协调发展。我国国民经济和社会发展十一五规划指出，支持西部地区“资源优势转化为产业优势，大力发展特色产业、加强清洁能源、优势矿产资源开发及加工”。陕西省是西部大开发的重点地区，西部大开发的实施为该地区的发展提供了很好的机遇。本项目以当地丰富的煤炭资源为基础，采用高新技术，实现了资源的合理利用，项目的建设符合国家经济发展战略，可以推动地区经济发展，促进国家13、西部大开发战略的实施。（2）符合国家产业政策国家鼓励通过煤炭的清洁利用发展能源和化工产业，国家“十一五”规划纲要中明确指出“加强煤炭清洁生产和利用”，“发展煤化工，促进煤炭深度加工转化”。另外国家利用外资政策也明确表示鼓励“大型煤化工产品生产”。2006年7月7日国家发展和改革委员会以发改工业20061350号文件下发了国家发展改革委关于加强煤化工项目建设管理促进产业健康发展的通知。要求以民用燃料和油品市场为导向，支持有条件的地区，采用先进煤气化技术和二步法二甲醚合成技术，建设大型甲醇和二甲醚生产基地；鼓励企业采用拥有自主知识产权的先进技术。本项目生产装置不属于国家发展和改革委员会2011年314、月27日发布的产业结构调整指导目录（2011年本）规定的“第二类 限制类”中“四、石化化工”的“2、新建80万吨/年以下石脑油100万吨/年以下煤制甲醇生产装置（综合利用除外）生产装置”范畴。根据国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知（发改产业2011635号），“在新的核准目录出台之前，禁止建设以下项目：年产50万吨及以下煤经甲醇制烯烃项目，年产100万吨及以下煤制甲醇项目，年产100万吨及以下煤制二甲醚项目。上述标准以上的大型煤炭加工转化项目，须报经国家发展改革委核准。” 本项目的建设符合国家相关产业政策及有关建设规模的技术政策。（3）为缓解国家能源、石化产品的短缺做贡献由于我国国15、民经济快速、稳定发展，2008年我国对进口石油的依赖程度高达48%左右，同时我国现有主要油田大部分已接近稳产或衰减期，我国对进口石油的依赖程度将进一步增加，预计到2020年将达到近60%，能源供应的安全问题日趋严峻。目前国内石化和化工产品市场容量巨大，而国内自给率较低，如2008年乙烯自给率按当量消费量计仅为48.4%，丙烯自给率当量消费量为63%。预计未来十年国内市场对石化和化工产品的需求仍将保持6%8%的年均增长率，市场发展前景广阔。我国能源结构的特点是煤多油少，在常规化石能源中，煤炭资源占90%以上。因此，本项目以煤为原料生产的二甲醚产品，可以直接用于民用燃气、车用燃料，部分替代汽油，部16、分替代LPG和柴油，达到缓解石油短缺的目的，这对于优化我国能源结构，降低石油进口依存度、保证国民经济的持续稳定发展最有重要意义。（4）采用高新技术，提高资源利用率，实现可持续发展本项目采用粉煤气化、耐硫变换、低温甲醇洗、低压甲醇合成等先进技术，实现了煤炭的高效清洁转化，资源利用率高。项目产生的SO2通过硫回收装置生产硫磺，气化炉渣用于生产建材，充分体现了“减量化、再循环、再利用”的循环经济理念，最大程度地提高资源利用率，达到节能减排的目的。（5）增加就业机会，推进区域经济发展项目的建设需要大量的生产操作、管理人员，相关产业的发展也将间接产生众多的就业岗位，不但为当地提供大量的就业机会，而且通过17、人才的引进和培养，可以大大提高地区科技力量的水平，使得投资环境得到大大改善，从而形成聚集效应和良性循环，并带动交通运输、电讯、金融、文化教育等其它产业的发展，在促进区域经济快速发展的同时，推进和谐社会的建设。（6）优化当地产业结构，实现可持续发展项目拟建地有丰富的煤炭资源，要实现当地可持续发展的主要实现途径就是要依托丰富的煤炭资源优势，大力发展煤碳深加工领域，逐步丰富当地的产业结构，实现上下游一体化，将资源优势最大程度的转化为经济效益优势，在保持煤炭资源勘探开发稳定发展的同时，积极拓展能源化工领域，建设高水平的煤炭深加工项目，有利于当地优化产业结构，实现可持续发展。 研究范围本项目是以煤为原料18、生产甲醇、二甲醚的大型化工装置，同时副产硫磺副产品。该生产装置主要包括空分、煤气化、变换、净化、压缩、甲醇合成、甲醇精馏、硫回收、二甲醚合成、二甲醚精馏等主要生产装置。本项目研究范围包括装置区内的所有生产设施、公用工程设施、辅助工程设施、生活设施、环保设施、全厂道路等。本报告着重对以煤制甲醇、二甲醚生产工艺技术、装置规模及所需配套的公用、辅助设施；产品市场需求情况；项目经济效益等方面进行研究分析，提出工艺技术推荐方案，作出市场预测分析，投资估算，对项目经济效益进行财务分析，最后作出研究结论性意见，供建设单位决策。本报告研究的界区范围具体内容如下：表1-1 报告研究的主要内容序号名称规模（10419、t/a）主要内容备注一甲醇生产装置3601空分空分新建2煤气化备煤、煤气化、灰水处理新建3变换耐硫变换新建4净化低温甲醇洗新建5压缩合成压缩、低压甲醇合成新建6甲醇精馏三塔精馏新建7硫回收克劳斯硫回收新建8中央控制室中央控制室新建二二甲醚生产装置20+2501合成甲醇气相法新建2精馏新建三辅助生产设施1空压空压站新建2机、电、仪维修只设小修、部分中修及日常维修新建3中心化验室原料、中间产品及成品分析新建4仓储设施甲醇罐区、二甲醚罐区、硫磺产品等新建5消防消防设施、消防站新建6火炬新建三公用工程1全厂给排水系统新鲜水处理、循环水系统、脱盐水站、生活给水系统、生活污水系统、高压消防水泵站等新建2全20、厂变配电根据装置需要，设置配变电所新建3供热系统根据装置需要，设置动力站新建4电信电话总机及通信新建5污水处理污水处理厂新建6全厂总图运输运输系统、道路、围墙、绿化等新建四厂前区综合办公楼、车库、卫生室、倒班宿舍、电信配线间、食堂等。新建1.2 主要研究结论 主要结论.1 本项目符合国家产业政策和能源环保政策国家鼓励通过煤炭的清洁利用发展能源和化工产业，国家“十一五”规划纲要中明确指出“加强煤炭清洁生产和利用”，“发展煤化工，促进煤炭深度加工转化”。另外国家利用外资政策也明确表示鼓励“大型煤化工产品生产”。2006年7月7日国家发展和改革委员会以发改工业20061350号文件下发了国家发展改革21、委关于加强煤化工项目建设管理促进产业健康发展的通知。要求以民用燃料和油品市场为导向，支持有条件的地区，采用先进煤气化技术和二步法二甲醚合成技术，建设大型甲醇和二甲醚生产基地；鼓励企业采用拥有自主知识产权的先进技术。本项目生产装置不属于国家发展和改革委员会2011年3月27日发布的产业结构调整指导目录（2011年本）规定的“第二类 限制类”中“四、石化化工”的“2、新建80万吨/年以下石脑油100万吨/年以下煤制甲醇生产装置（综合利用除外）生产装置”范畴。根据国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知（发改产业2011635号），“在新的核准目录出台之前，禁止建设以下项目：年产50万吨及以下22、煤经甲醇制烯烃项目，年产100万吨及以下煤制甲醇项目，年产100万吨及以下煤制二甲醚项目。上述标准以上的大型煤炭加工转化项目，须报经国家发展改革委核准。” 本项目以煤为原料，采用粉煤气化技术建设180万吨/年甲醇、120万吨/年二甲醚装置，符合国家的能源政策、环保政策及建设单位的规划发展思路。.2 采用的工艺技术先进、可靠本项目采用粉煤气化技术、耐硫变换、低温甲醇洗、低压甲醇合成、甲醇三塔精馏、克劳斯尾气处理、甲醇气相法合成二甲醚等工艺技术，技术选择先进、成熟可靠。绝大部分设备由国内制造，少量专利设备或材料进口解决，国产化率高，符合装备国产化的相关要求。投产后可以长期稳定、安全、满负荷地运行。23、.3 能耗状况本项目单吨精甲醇能耗为44.519GJ/t，单吨二甲醚能耗为3.101GJ/t，其中原料煤、燃料煤、电耗占绝大部分。与国内其它同类型甲醇项目比较，其能耗达到先进水平。.4 环保、安全卫生及消防措施落实采用低压法制甲醇，甲醇气相法制二甲醚，三废排放量较小，装置建成后对周围环境影响较小，同时有效地改善了当地的生态环境，符合国家清洁生产的要求。同时在设计中注意安全生产及工业卫生，认真贯彻执行国家和地方的各项法规，采取完善的安全卫生消防措施，确保安全生产。.5 项目在经济上可行本装置项目总投资为1143123万元，其中建设投资1050847万元，建设期利息为88482万元，铺底流动资金324、794万元。当原料煤按400元/吨（含税价）计算，商品二甲醚按4300元/吨（含税价）计算时，年均生产总成本费用311723万元，年均销售收入550069万元，年均利润总额197203万元，年均营业税金及附加41143万元（其中增值税37932万元），经济效益较好。全投资内部收益率为20.27%（税前），全部投资所得税前静态投资回收期6.66年（含建设期3年），贷款偿还期为5年（不含建设期），总投资收益率18.27%，在经济上是可行的。.8 项目抗风险能力较强本项目盈亏平衡点41.03%（生产期平均），具有较强的抗风险能力。当产品售价、原材料价格、产量和建设投资等各因素向不利方面变化10%时（25、单因素变化），内部收益率大都仍高于行业基准值，说明本项目适应市场变化的能力较强，具有一定的竞争能力。 存在问题和建议（1）本项目总图按装置占地布置，建设单位需根据项目占地落实项目拟建地具体位置，在项目设计阶段根据具体地形进行布置。（2）本项目投资估算是根据同类装置价格估算，因此更为准确的技术参数和价格待与国内外各个专利商谈判后再进行优化及调整。（3）建设单位提供的基础资料有限，应尽快落实原料煤来源及供应方案，并在此基础上，有利于在项目设计阶段优化原材料和产品运输方案、废渣的综合利用方案和数量，确定渣场容积。（4）建设单位应尽快做好二甲醚产品的市场调研，并尽快使本项目立项。附：综合技术经济指标表26、表1-2 综合技术经济指标序号指标名称单位数量备注一生产规模1甲醇装置万吨/年180360万吨/年2二甲醚装置万吨/年12020+250万吨/年二产品商品量1二甲醚万吨/年129.7152硫磺吨/年3329.73三年操作时间小时8000四主要原材料消耗1原料煤万吨/年279.1482变换催化剂吨/年72三年换一次3甲醇合成催化剂吨/年90.240XNC-98，3年换一次4硫回收催化剂吨/年5.76三年换一次5石灰石吨/年23.3876添加剂、絮凝剂、分散剂吨/年26.4607烧碱吨/年126.0808氨水吨/年4.6009分子筛吨/年52.8五年换一次10二甲醚催化剂吨/年64.9三年换一次五27、公用工程消耗1燃料煤万吨/年90.7822电（10kV/50Hz）kWh/h45682全厂用电3一次水吨/时2042正常量六劳动定员人1056七占地面积m21046959八建构筑物面积m2306932九项目总投资万元1143123其中：建设投资万元1050847建设期利息万元88482铺底流动资金万元3794全额流动资金12646万元十年均销售收入万元550069二甲醚：4300元/吨十一年平均总成本万元311723生产期平均十二年均利润总额万元197203生产期平均十三年均营业税金及附加万元41143其中增值税：37932十四财务评价指标1财务内部收益率%20.27税前2总投资收益率%18.28、273资本金净利润率%46.364静态投资回收期年6.66税前（含建设期）5贷款偿还期年5不含建设期6盈亏平衡点%41.03生产期平均2 市场预测2.1 产品性质及用途 产品性质二甲醚，dimethylether，又称木醚、甲醚，(简称”二甲醚”或”DME”)，分子量46.069，分子式CH3OCH3，在室温和常压下是一种无色、有轻微醚香味的气体(压缩状态下为液体)。二甲醚具有优良的混溶性，能同大多数极性和非极性有机溶剂混溶。二甲醚易溶于汽油、四氯化碳、丙酮、氯苯和乙酸甲酯等多种有机溶剂，加入少量助剂后就可与水以任意比互溶。毒性试验表明，二甲醚毒性很弱，无致癌性。其物化性质如下：沸点：-26.29、9(102.3kPa)闪点：-42.4(开杯)自燃点：350临界温度：128.8临界压力：6.32MPa临界密度：0.2174g/ml蒸汽压：0.53MPa（20）密度：0.661g/ml（20）粘度（气体）：86.5Pa.s（20）燃烧热（气态）：1455kJ/mol生成热（气态）：-186.5kJ/mol熔融热：108.3kJ/kg蒸发热：468.4kJ/kg（-26.8）爆炸极限：3.4528.7%（Vol%，在空气中）。 产品用途二甲醚是一种重要的甲醇下游产品，因其特有的分子结构和理化性质，用途十分广泛。它主要作为甲基化剂，也可用作冷冻剂、溶剂、浸出剂、麻醉剂、燃料等。同时还在制药、染30、料、农药等工业中有着广泛的用途。其具体用途如下：（1）作为液化石油气的替代物液化石油气（LPG）目前在城镇已广为使用，以弥补城市管道煤气之不足，但由于国内产量有限，每年需大量进口LPG以满足消费需求，目前进口量已占到消费量的3240%，表2-1为我国近年石油液化气的进口量。表2-1 近年我国石油液化气进口量（单位：104t）年份1998199920002001200520102015进口量4775544824899294001000*消费量136314591552210122003000*预测值如果二甲醚价格合适，取代LPG进口，则估计2015年需燃料级二甲醚1000万吨，可见二甲醚在未来5131、0年代替LPG有广阔市场，其市场容量相当可观。表2-2给出了液化石油气（LPG）与二甲醚（DME）性质对比。表2-2 液化石油气与二甲醚性质对比燃料相对分子质量60时蒸汽压平均热值kJ/kg爆炸下限%理论空气量m3/kg理论烟气量m3/kg预混气热值kJ/m3理论燃烧温度37.8时蒸汽压kPaLPG56.61.92457601.711.3212.02390920551200DME46.01.35314503.56.967.4642192250832对比情况表明： 在同等温度下二甲醚的饱和蒸汽压要比石油液化气低，37.8时为832kPa，符合GBlll74-89要求中1380kPa指标，故贮存及32、运输时更安全。 二甲醚在空气中的爆炸下限比石油液化气高一倍，在使用时二甲醚比石油液化气更安全。 虽然二甲醚热值仅为石油液化气的0.687，但二甲醚自身含氧，在燃烧过程中所需空气量仅为石油液化气的0.615，因此二甲醚预混气热值要比石油液化气高（1.079:1），其理论燃烧温度也比石油液化气高195（9.5%）。二甲醚单独作民用燃料使用还具有下述优点： 由于自身含氧，碳链短，燃烧充分安全，燃烧过程不析碳不会产生黑烟，无残液，燃烧尾气符合国家标准。 二甲醚易于压缩，常温贮存压力1.05MPa，低于石油液化气的1.92MPa，故更为安全，且可利用现有的石油液化气罐，槽等容器及管道，灶具亦可通用，故易33、于推广。二甲醚在不同季节门窗全开状态下用二甲醚液化气灶燃烧后对有害物残留量的卫生防疫检测结果如表2-3所示，开门窗或抽油烟机影响则见表2-4。表2-3 二甲醚灶燃烧后有害物残留量有害组分夏 季冬 季卫生标准mg/Nm3早餐点火30秒早餐后30秒早餐点火30秒早餐后30秒午餐点火30秒午餐后30秒日均甲醇0.290.060.650.330.350.161.0甲醛0.0260.0200.0290.0210.0260.0200.050CO1.050.562.211.273.212.4910表2-4 二甲醚灶燃烧后环境卫生检测有害物浓度增值开门窗双灶点火关门窗开抽油烟机双杜关门窗不开抽油烟机双灶开门窗34、本底值mg/Nm3点火期燃烧期点火期燃烧期点火期燃烧期日均二甲醚9.41.48.20.812.32.2-甲醇0.0220.0100.0200.0160.420.34-CO3.52.62.71.35.84.71.4NOX0.1630.1560.1530.1420.3910.3820.032检测结果表明二甲醚燃料及灶具在正常情况下对人体不会造成伤害，对室内空气也不会造成污染，室内空气中有害物浓度符合国家居住区大气卫生标准和居室空气质量标准。二甲醚灶具亦符合GJ4-83的燃气灶具标准要求，可参见表2-5。表2-5 二甲醚灶具燃料检测结果项 目GJ4-83标准要求实测结果着火率启动10次着火不少于8次35、100%点火性能0.5和1.5倍压力下能正常点燃正常传火性点燃一孔后4秒钟内传遍所有孔1秒火焰状态均匀、清晰、稳定均匀热负荷不低于2.9kW（2500kcal/h）3.64及3.81kW热效率额定负荷下热效率55%59.5%及60.1%烟气组成CO额定负荷下烟气CO0.05%0.017%及0.021%O2O2不高于14%11%说明：每吨二甲醚可供五户四口之家作炊事燃料使用一年。（2）作为其它民用燃料的掺配组分液化石油气主要组分是低碳烃，它富含C3和C4的烷烃与烯烃，还含有少量C5烃类，由于C5组分沸点较高，蒸汽压较低，又不能与C3或C4组分互溶，故不能随C3或C4组分一起完全燃烧，呈残液留在液36、化气钢瓶中。如在石油液化气中添加少量二甲醚，它不但能提高C5的气化效率，还增加C3、C4与C5间的互溶性，从而消除液化气钢瓶中残液，避免燃烧时析炭，具有可观的经济效益。二甲醚热值为64686kJ/Nm3，如将一定比例的二甲醚加入到热值为15907kJ/Nm3的城市煤气或热值为37674kJ/Nm3的天然气中，可解决城市煤气供气高峰时气量不足问题，降低城市煤气中CO含量，增加使用安全性，并改善煤气的质量，提高燃气热值。城镇燃气二甲醚国家标准（GB25035-2010），已于2011年7月1日正式实施。该标准对燃气用二甲醚质量分数的要求是99.0%，即要求二甲醚纯烧。2010年6月29日，国家质检37、总局、工商总局、安全监管总局、国家能源局在全国联合开展了液化石油气（LPG）专项整治行动，严查液化石油气中掺混二甲醚。对当时的二甲醚市场打击很大。国家能源局于2011年5月公布了第二批能源领域行业标准制（修）定计划项目，由醇醚燃料及醇醚清洁汽车专业委员会、中国城市燃气协会、久泰能源科技有限公司负责编制起草的液化石油气二甲醚混合燃气标准和液化石油气二甲醚混合燃气钢瓶标准列入其中，这标志着由久泰能源起草的二甲醚掺混标准进入制定流程阶段。该标准于2012年6月完成。目前，山东、广东、重庆已有二甲醚掺混的地方标准。（3）车用燃料2011年6月中旬，国家标准化管理委员会发布的2011年第9号国家标准公告38、称，国家质检总局、国家标准化管理委员会已批准车用燃料用二甲醚（GB/T26605-2011）国家标准，实施日期为2011年11月1日。二甲醚是柴油的良好替代品，已被国家有关部委确定为今后2030年过渡性车用替代燃料。但目前国内二甲醚的消费中民用燃料占绝对主导地位，而车用燃料不足2%。二甲醚是良好的柴油替代燃料，它具有下述独特的优点：（1）二甲醚结构中仅含C-H键和C-O键，含氧达34.8%，因而燃烧后生成的炭微粒少，允许采用较大量的废气循环，从而降低尾气中NOx排放量，仅为柴油排放时的30%。（2）二甲醚十六烷值5560，比柴油高27%，起燃温度低，滞燃期比柴油短，尾气NOx排放少，燃烧噪音比39、柴油低1015dB，接近汽油机噪音水平。（3）二甲醚低热值虽然比柴油低，仅为柴油的64.7%，但二甲醚与空气理论混合气热值比柴油高5%（二甲醚为3066kJ/kg，柴油为2911kJ/kg），故用二甲醚的发动机功率比柴油高1015%。（4）二甲醚的气化潜热为柴油的1.6倍，可大幅降低柴油机的最高燃烧温度。表2-6 二甲醚与柴油的燃料性能对比燃料相对分子质量沸点抗爆性十六烷值低热值kJ/kg理论空燃比自燃温度含氧量%液态密度kg/l20蒸汽压MPa气化潜热kJ/kg粘度CP二甲醚46-26.95560288409.023534.80.6670.514600.15柴油19022018036040540、04250014.625000.8402904454s表2-7 柴油机使用二甲醚与柴油时性能比较燃料功率（扭距）Nm燃料经济性尾气NOXg/HPH总烃g/HPH总微粒g/HPH最高加速烟度%最大燃烧噪音dB二甲醚230相等1.60.30.02078柴油2003.80.30.08588* 重型卡车柴油机涡轮增压，中冷无废气后处理或废气再循环。据西安交大开发的二甲醚汽车在高速公路、城市交通繁忙地段、坡地及洼地长期试车表明二甲醚汽车易起动；换档自如，加速爬坡性能好，最高车速高于原柴油车。丹麦Haldor Topse公司曾用Navistar 8缸7.3升中型车柴油机和AVL LEADER 4缸2升轿车41、柴油机进行测定，表明二甲醚排放尾气完全可达到全球最严格的加州超低排放（ULEV）标准，结果见表2-8。表2-8 二甲醚用柴油机尾气有害物排放量排放物中 型 车轿 车COg/HPhNOX+非甲烷烃g/HPh非甲烷烃g/HPh颗粒物g/HPh甲醛g/HPhCOg/HPh总烃g/HPhNOXg/HPh颗粒物g/HPhULEV标准7.22.51.30.050.0251.70.040.20.04用二甲醚结果3.22.40.210.0330.0220.6*0.04*0.20* 经尾气催化转化器后。测定结果表明：用二甲醚替代柴油可改善柴油机排放尾气的状态，NOx排放仅为柴油的30%，烃类为柴油的40%，CO42、为柴油的50%，达到欧和美国加州中型载重车及客车尾气超低排放ULEV标准，并存潜力达到欧标准。2008年上海市推出10辆二甲醚城市大客车投入147路公交线上运营。为配合二甲醚公交车商业化运营，国内首个二甲醚加气站已矗立在上海147路公交线终点站，目前可解决30辆二甲醚公交车的加注问题。二甲醚汽车在上海147路公交线上的试验结果表明，二甲醚公交车比柴油、汽油公交车的动力性更好，可节能5%左右，尾气排放可达欧标准。另外，使用柴油机的大型客车发动机都可以改装为使用二甲醚的发动，费用只要1万元左右，而大规模生产二甲醚的成本与柴油也相差无几。上海交大和上柴股份公司正在研发第二代满足国IV标准二甲醚汽车。43、在上海首条二甲醚公交示范运行线路开通后，北京、广州、杭州、贵阳、张家港、临沂等城市，也都有意引进上海研制生产的二甲醚汽车，用于城市公交。（4）制药、染料、溶剂、油漆的中间体二甲醚可与发烟硫酸或三氧化硫进行气相反应，可生成硫酸二甲酯；与苯胺蒸汽反应生成高纯度N,N-二甲基苯胺；羰基化后制得二甲醚甲酯，同系化生成二甲醚乙酯；可制得高产率醋酐和二甲醚乙烯母体亚乙基二甲酯。（5）气雾推进剂从80年代开始，世界各国竞相开发二甲醚用途，将它作为气雾推进剂，目前涉及的范围包括油漆、杀虫剂、发丽香、空气清新剂、发胶、胶水、脱模剂、除锈剂、润滑油等，被称为继压缩气体、氟里昂、丙-丁烷之后的第四代气雾推进剂，在世44、界上推进剂的用量位于第二。由于氟里昂对大气臭氧层有严重破坏作用而被限制和禁止使用后，二甲醚成为公认的气雾推进剂的理想替代品，这是目前二甲醚的主要用途之一。（6）制冷剂二甲醚可作为氟里昂的代用品用制冷剂，在冷冻食品时可去除异味和臭味。据轻工总会透露，我国家用电冰箱行业已确定了淘汰氟里昂的时间表，将于2005年在冰箱生产中停止使用氟里昂物质，作为氟里昂的代用品二甲醚，它的需求量将会随着氟里昂的禁止使用而越来越大。（7）合成低碳烯烃乙烯是最基本的石油化工原料之一，为解决乙烯来源，国内外正积极进行从甲醇或二甲醚制备乙烯等低碳烯烃混合物。美国UOP、德国Lurgi及中国科学院大连化物所等单位已取得了一些45、进展。对我国缺油地区更具吸引力。（8）其它高浓度的二甲醚可用作麻醉剂，但麻醉效果比乙醚差；二甲醚可用作聚合物的催化剂和稳定剂；可作为优良的萃取剂和烷基化剂，在合成有机硅化合物和制取高纯度氮化铝-氧化铝-氧化硅陶瓷中作偶合剂，在美国、日本、加拿大等国作为农作物高效增产剂，是一种极好的速效肥。二甲醚以其独特的优点（对金属无腐蚀性、在温度和湿度高的场所具有较好的稳定性、溶解能力和水溶性），使二甲醚在配制气雾剂产品中具有双重功能：推进剂和溶剂，因而在运用广泛的气雾剂产品中具有极大应用价值。二甲醚的物化性能与液化石油气相似，具有优良的燃烧性能，燃烧时无黑烟，可用作汽车燃料、民用燃气和工业燃料。二甲醚的热46、值约为47580kj/m3，且其自身含氧，能够充分燃烧，不析碳、无残液，因而是一种理想的清洁燃料，被誉为21世纪最有发展前途的新型清洁燃料，将二甲醚作为汽油、柴油和LPG的替代燃料，具有巨大潜力。2.2 二甲醚市场产能现状及预测 国外二甲醚市场供应现状及预测目前，国外其他国家和地区二甲醚总生产能力超过24万吨/年以上，产量在20万吨左右（这些统计数据主要指用作气雾剂和制冷剂的二甲醚量，由于二甲醚用作新型燃料正在兴起，国外一些百万吨级的燃料级二甲醚装置正在建设或筹建之中，尚无建成投产的报道，因此，以上统计数据暂以气雾剂级二甲醚为准）。国外其他国家和地区二甲醚的生产主要集中在美国、德国和英国，主要47、生产厂家有美国杜邦公司、阿克苏公司、德国联合莱茵褐煤公司、日本住友精化公司等，其中德国联合菜茵褐煤公司和汉堡DMA公司的生产能力较大，均在6万吨/年左右，美国的杜邦公司和荷兰阿克苏-诺贝尔公司的生产能力各为3万吨/年，其它装置的能力大部分在50001万吨/年之间。另外，由于二甲醚的市场需求潜力十分巨大，国外一些大型二甲醚装置已在筹建之中，如日本的三菱瓦斯、日晖、三菱重工和伊藤忠等四家公司计划在澳大利亚西部的比尔贝利(Pilbara)地区建设120240万吨/年的大型二甲醚装置。日本的JFE公司也计划在马来西亚或卡塔尔地区建设200万吨/年的大型二甲醚装置。表2-9 国外主要二甲醚（气雾剂级）生48、产厂家序号厂家名称生产能力（万吨/年）1杜邦公司32德国联合莱茵河煤燃料公司63汉堡DMA公司6.54荷兰阿克苏-诺贝尔公司35中国台湾康盛公司1.86日本住友精化公司1.57英国Hamborsidc公司18澳大利亚CSR有限公司19日本三井东压化学公司0.5合计24.3表2-10 国外二甲醚装置建设情况序号工 厂规模(万吨/年)建设年限1日本NKK公司新泻12DME开发公司(由道达尔菲纳埃尔夫公司和日本8家公司组成的财团)80201020123日本东洋工程公司中东建设单系列250201020124日本财团(三菱瓦斯化学公司、日挥公司、三菱重工公司和伊腾忠商事)澳大利亚140-2402011249、0135日本NKK公司80-15020112013 国内二甲醚市场产能现状及预测我国二甲醚生产起步于20世纪90年代初，早期是从高压法合成甲醇副产物精馏而得，粗甲醇中约含二甲醚3%以上，仅有江苏吴县合成化工厂、武汉硫酸厂等几个厂家生产，规模小，年总产量仅3000吨左右，远远不能满足市场需要。随着二甲醚技术的发展，1994年广东中山化工厂采用西南化工研究设计院气相甲醇脱水法技术建成2500吨/年二甲醚生产装置，生产高纯度的气溶胶级二甲醚，目前装置规模已达5000吨/年。1997广东广氮建成5000吨/年高纯度的气溶胶级二甲醚生产装置。21世纪初，国内陆续又有厂家投产二甲醚，其中生产规模较大的有山50、东久泰化工科技股份有限公司2500吨/年二甲醚生产装置，泸州天然气化工厂10000吨/年二甲醚生产装置，另外，江苏昆山化工原料厂、山东鲁化集团公司、浙江义乌和安徽蒙城化肥厂如安徽蚌埠、山东久泰，泸天化、陕西渭化、河南罗山、河北金源、宁夏宁鲁、河南洛阳、湖北荆门、山东玉皇等地建成年产万吨、十万吨、二十万吨级不同规模二甲醚装置。迄今为止，我国是世界上二甲醚最大的生产与消费国，2001年，中国气雾剂二甲醚产能不足1万吨；2002年，中国拥有二甲醚产能为3.18万吨；2005年，随着国际油价的持续大幅上涨，液化气价格飙升。物理化学性能及燃烧使用性能与液化石油气极其相似的二甲醚，开始受到关注和青睐，各地51、投资建设二甲醚装置的热情强劲迸发，中国二甲醚产能达到12万吨；2006年，二甲醚产能出现井喷式增长，中国二甲醚产能攀升至44.5万吨；2007年，二甲醚利益空间进一步激发，二甲醚产能增至220万吨，而产量约90万吨；2008年，中国二甲醚产能进一步飙升至436万吨，产量达到216万吨；2009年，全年二甲醚产能达到约600万吨，产量约230万吨；2011年，全国共有60余家企业，二甲醚产能829万吨。目前国内共有60余家生产企业，10万吨/年以上规模主要二甲醚生产厂家如下表。表2-11 10万吨/年以上规模主要二甲醚生产厂家（万吨/年）序号建设单位产品规模投产时间备注1河南省煤气集团有限公司152、00kt/a2007.5甲醇气相脱水2湖北百科药业有限公司100kt/a2007.4甲醇气相脱水3河南罗山金鼎化工有限公司100kt/a2007.6甲醇气相脱水4河北凯跃石化有限公司100kt/a2007.7甲醇气相脱水5河北邯郸裕泰实业有限公司100kt/a2007.9甲醇气相脱水6山东玉皇化工有限公司200kt/a2008.1甲醇气相脱水7海丰华城能源有限公司100kt/a2008.1甲醇气相脱水8浙江华辰能源有限公司100kt/a2008.3甲醇气相脱水9湖北天茂实业集团股份有公司200kt/a2008.6甲醇气相脱水10河南省煤气集团有限公司100kt/a2008.6甲醇气相脱水11河53、北沧州冀春实业有限公司100kt/a2008.8甲醇气相脱水12河南龙宇煤化工有限公司200kt/a2008.11甲醇气相脱水13湖北天源化工有限公司200kt/a2009.1甲醇气相脱水14山东薛焦化工有限公司100kt/a2009.6甲醇气相脱水15广东东莞九丰燃气有限公司200kt/a2009.8甲醇气相脱水16呼伦贝尔东能化工有限公司100kt/a2010.4甲醇气相脱水17河南开祥天源化工有限公司100kt/a2010.6甲醇气相脱水18达州钢铁集团100kt/a2010.12甲醇气相脱水19泸天化(集团)有限责任公司10+100 kt/a20032006甲醇气相脱水20南沙久泰能源54、股份有限公司300 kt/a2007.9甲醇液相脱水21山东九泰化工科技股份有限公司200 kt/a2006.12甲醇液相脱水22山东九泰化工科技股份有限公司（张家港一期）300 kt/a2007.10甲醇液相脱水23久泰能源（内蒙古）公司1000 kt/a2008.6甲醇液相脱水表2-12 目前我国国内拟建、在建的二甲醚项目(万吨/年)序号生产商产能生产工艺备注1河北新奥集团股份有限公司400气相脱水鄂尔多斯2荣盛达（无锡）有限公司100气相脱水3湖南中醇新能源有限公司100气相脱水4综能协新煤化工有限公司（*）150气相脱水5郑煤集团天顺化工有限公司（*）200气相脱水6淄博天宏能源科技有55、限公司100气相脱水7华能集团100气相脱水宁夏银川8中天合创能源有限公司300气相脱水鄂尔多斯2.3 二甲醚市场需求现状及预测2.3.1 国外二甲醚市场需求现状及预测20世纪60年代以后，全球气溶胶工业得到迅速发展。由于在以往的气溶胶生产中，气溶胶喷射剂主要采用氯氟烃。近年来，人们已逐渐认识到氯氟烃对大气臭氧层有明显的破坏作用，逐步采用其它代用品。二甲醚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、氟里昂及丙烷丁烷气，而成为第四代抛射剂的主体，因此，二甲醚市场需求量日益增长。1989年全世界气雾剂产量为86亿瓶，1998年全世界产量已达105亿瓶，以年均2.24%56、的速度增长。在欧美国家气雾剂中二甲醚的用量较大，2008年国外气雾剂级二甲醚的消费量为20.7万吨/年。国外，大约有70%的二甲醚用于气溶胶生产，其他用于中间体生产。近年来由于对氟氯烃使用的禁止和控制，预计2012年国外二甲醚的需求量将超过30万吨/年。2.3.2. 国内二甲醚市场需求预测20世纪60年代以后，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为抛射剂，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，世界各国都在寻找氟氯烷的替代品。我国已从1998年起禁止气雾剂中使用氟氯烷（医疗用品除外）作抛57、射剂。二甲醚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，成为第四代抛射剂主体。随着我国气雾剂工业的不断发展和二甲醚产品的开发应用，二甲醚正逐步应用于喷雾油漆、发胶、空气清新剂及车用气雾剂。我国二甲醚在气雾剂领域2005年消费量为3万吨，2006年消费量为4万吨，2007年消费量为4万吨，随着人们生活水平提高，预计2013年我国二甲醚在气雾剂领域其消费量将达到78万吨，2015年将达到10万吨。二甲醚作为化工原料可用于合成硫酸二甲酯、N,N-二甲基苯胺、氢氰酸、二甲基硫醚等多种化工产品。我国二甲醚在化工原料领域2005年消费量为1.5万吨，2058、06年消费量为2万吨，2007年消费量为2万吨，预计2013年二甲醚在化工原料领域其消费量将达到5万吨，2015年将达到8万吨。二甲醚可按一定比例（1921%）掺入液化气（LPG）中和液化气一起燃烧，可使液化气燃烧更加完全，降低析碳量，并降低尾气中的一氧化碳和碳氢化合物含量。二甲醚还可按一定比例掺入到城市煤气或天然气中，作为调峰之用。二甲醚性质与液化气相近，易贮存、易压缩，因而可替代天然气、煤气、LPG作民用燃料。目前二甲醚掺烧液化气领域的应用，已占到了国内消费量的90%左右。2004年我国LPG的产量为1376.5万吨，表观消费量为2011.8万吨。中国自1990年开始大量进口LPG，20059、4年全年国内LPG商品量为1376.5万吨，进口量为635.3万吨，表观消费量2011.8万吨。2005年国内LPG总产量1473.4万吨，进口液化气总量在616.65万吨，国内表观消费量2029.187万吨。2007年国内LPG总产量1698.3万吨，进口液化气总量在801.7万吨，国内表观消费量2500万吨。预计2012年国内LPG表观消费量将达2700万吨左右，2015年国内LPG表观消费量将达3000万吨左右。表2-13 我国LPG供需缺口（单位：万吨）年份2004年2005年2007年2012年2015年产量1376.51473.41698.318002000进口量635.3616.60、2801.79001000表观消费量2011.82089.2250027003600目前国内LPG燃烧后的残余量为5%，每年约有60多万吨LPG残液无法使用。全国多家LPG公司采用20%DME和80%LPG掺烧后，LPG中残液部分将被一同烧掉，该掺烧技术已成熟，目前该掺烧技术在全国大面积得到推广。我国二甲醚在民用燃料领域的消费量2005年消费量为17万吨，2006年消费量为28万吨，2007年我国消费量为112万吨，2013年二甲醚在民用燃料领域的消费量将达到540万吨左右，预计2015年将达到650万吨左右。经过几十年的发展，我国已成为一个汽车大国，截止2007年底。全国机动车保有量达15961、777589辆。其中汽车56967765辆，摩托车87096613辆，挂车869124辆，上道路行驶的拖拉机14823703辆，其他机动车20384辆。这必然将刺激国内车用燃料油需求的快速增长。近年我国成品油消费中，柴油约占63.4%，2004年，国内柴油产量为10162.1万吨，2004年的消费量为10373.3万吨，2011年11月柴油消费量为30000万吨，近年来柴油消费的增长加快，柴油供需矛盾突出，同时，国内原油供需矛盾更加突出，1993年起我国已成为石油净进口国，20002006年我国石油进口量年均增长率为17.3%，进口额年均增长率为39.7%。2005年我国成为继美国、日本之后的62、第三大石油进口国，石油对外依赖度达到43%。2006年我国石油进口量达1.81亿吨，进口额819.52亿美元，石油对外依赖度达到47.3%。 严重威胁我国的能源安全。预计2015年柴油消费量将达到65000万吨。由于二甲醚具有优良的燃料性能，方便、清洁、十六烷值高、动力性能好、污染少、稍加压即为液体，易贮存，作为车用的替代燃料，有液化汽、天然气、甲醇、乙醇等不可比拟的综合优势。国内相关单位非常重视二甲燃料研究，西安交通大学与一汽经过近五年的合作开发了我国第一辆改用二甲醚的柴油发动机汽车，并进行了试验，实验表明使用二甲醚后可使发动机功率提高1015%，热效率提高23%，噪音降低1015%，可达到63、欧洲III级排放标准。2007年上海市正式起用了自主知识产权的第一台二甲醚城市客车。山东临沂有30台公交车试用二甲醚和液化气的混和燃料。二甲醚作为柴油的替代燃料，2005年消费量为0.3万吨，2006年消费量为1万吨，2007年消费量为0.2万吨。按其对柴油的替代率为2%计算，预计2015年约需二甲醚1730万吨左右(相对柴油的二甲醚消耗替代比为1.336)。二甲醚作为代用燃料方面的消费主要取决于二甲醚的价格，如果二甲醚的价格降到能与柴油或LPG相竞争的水平，二甲醚作为燃料的消费增长速度会很快，潜在市场规模也是相当惊人的，预计2015年全国合计消费量将达2398万吨左右，其市场前景广阔，详见下64、表。表2-14 我国二甲醚的消费与需求预测（单位：万吨）消费构成2005年消费量2006年消费量2007年消费量2013年需求量2015年需求量气雾剂等344610民用燃料1728112540650化工原料1.52248柴油替代燃料0.3121001730合计21.83412065023982.4 目标市场分析 目标市场定位二甲醚项目产品目标应定位在需求空间大、市场前景广的消费方向上。根据需求预测，项目拟生产燃料级和车用燃料用二甲醚产品；燃料级产品立足于西北市场，车用燃料用二甲醚产品工业级放眼全国市场。 目标市场空间分析（1）民用燃料消费：二甲醚的液化性能与液化气相似，可以替代液化气作为清洁的65、民用燃料，同液化气相比有许多优点：同等温度下，二甲醚的饱和蒸汽压低于液化气，贮存和运输更安全，二甲醚在空气中爆炸下限比液化气安全高一倍；二甲醚在燃烧过程无残液、无黑烟、比液化气清洁，将二甲醚、甲醇、水及其它组分混合可配成稳定燃料一醇醚燃料；二甲醚作为民用燃料与现有液化气罐装设备、气灶通用，不存在推广问题。预测未来几年的LPG消费见表2-15。表2-15 LPG消费预测表(万吨)年份201220132014年2015年LPG2700295032503600由上表可知，未来我国对LPG的消费需求量巨大的，而我国石油资源短缺，未来LPG的消费供应势必需要进口或者寻找新的可以替代LPG的新型燃料。目前66、我国二甲醚作为民用燃料缺口较大，而且石油资源紧张，不能满足较快经济发展的要求，而我国煤炭资源非常丰富，因此利用煤炭或天然气用合成气合成燃料级二甲醚，作为民用燃料、车用燃料是最大的潜在消费市场。我国液化石油气供应紧张，19902011年进口量年均增长率高达45，2011年进口量约为34.13万吨，出口量为10.19万吨，实际净进口量为23.94万吨。20132015年进口量按年均7%的保守计算，若用二甲醚替代进口液化石油气，2015年就需消耗燃料级二甲醚2680万吨，即使是一部分，需求量也相当惊人。我国是以煤为主要能源的国家，现有2.8亿城市人口中，仅1亿人使用燃气，广大农村仍以煤与柴草为燃料。67、随着人民生活水平的提高，二甲醚作为洁净民用燃料的需求也将日益增长，若按每5户年耗1吨二甲醚计，则100万户家庭就需20万吨二甲醚，如果二甲醚的成本降至与液化石油气有竞争力的价格，它的市场将是十分广阔的。拟建项目所在地xx县，有较优越的地理优势，交通便利。由于陕西省的能源结构原因，众多市县的燃料结构都与xx县相接近，对于大部分的县城，民用燃料中煤燃烧的比例更高一些，液化气的使用量相对较少，但由于环保的要求以及县城城市化的步伐加快，这些地区都将是未来潜在的燃气消费市场。（2）车用燃料消费：二甲醚十六烷值高，可直接作为柴油发动机燃油消料，因此可替代柴油作车用燃料。2011年11月我国柴油消费量为3068、000万吨，2012年达到42000万吨，根据趋势作图预测，未来几年的我国柴油消费见表2-16。表2-16 柴油消费量预测表(亿吨)年份2012年2013年2014年2015年柴油消费量4.24.55.36.5到2015年消费量将达到6.5亿吨。由于国内柴油供应紧张，年需要进口大量的柴油，2015用二甲醚约可替代柴油2000万吨。因此二甲醚替代车用柴油的市场是巨大的。2011年我国的汽车拥有量已增加到18002000万辆，同年我国进口石油将近4.5亿吨，给我国的外汇平衡带来了沉重的负担。近年来，随着交通改善和消费结构的变化，载货汽车向重型和轻微型发展的趋势明显增加。随着公路的快速发展，环保要求69、的不断提高，燃油税的实施，重型汽车需求将会有显著增长。据国家汽车工业“十五规划显示，2015我国汽车保有总量将达到24652545万辆，其中客车770790万辆，货车865886万辆，届时汽车对柴油的消费将是巨大的，也为二甲醚替代柴油提供了广阔的市场空间。 综上所述，二甲醚产品在作为民用燃料方面及车用燃料及带有着巨大的市场空间。采用先进的二甲醚生产技术，扩大生产规模，能有效地降低成本，充分满足市场需求。据日本NKK公司预测，到2015年仅亚洲市场二甲醚用为清洁液体燃料的需求将为5000万吨。在陕西省内建设煤基合成二甲醚项目，既符合国家资源战略的调整，又符合国家的环保要求，更能满足人们对洁净燃料70、的要求。二甲醚洁净燃料的推广使用，对煤炭资源丰富、石油资源贫乏的陕西省能源结构将产生很大的影响，对推动经济发展，保护生态环境将起到重要作用，对周边省份也会产生深远的影响。二甲醚项目在陕西省建设，还将大大加快陕西省煤炭深加工和综合利用的步伐，对陕西省经济结构调整和整个能源战略都具有促进作用。2.5 价格现状与预测国内二甲醚价格，用于抛射剂的二甲醚价格最高，但由于二甲醚作为抛射剂的市场容量相对于二甲醚作为民用燃料的市场太小，可忽略不计，二甲醚价格的分析以二甲醚用作掺烧、替代液化石油气和替代柴油的车用燃料二甲醚价格为主，其重点在于分析目前市场最大的二甲醚用作掺烧液化石油气的价格。作为燃料的二甲醚价格71、主要受柴油、LPG（液化石油气，以下同）和国际原油价格影响，由于我国是国际原油和LPG的进口大国，LPG、柴油价格走势受原油价格变化的影响较大，而燃料的二甲醚燃价格受LPG、柴油价格原油价格变化的影响，因此，国际原油波动价格波动是引起我国燃料的二甲醚燃价格的主要原因。详见下表。表2-17 不同原油价格时二甲醚的出厂价（元/吨）国际石油价格柴油出厂价LPG出厂价二甲醚出厂价美元/桶元/吨元/吨代柴油代LPG38296730082104229640309131322192239145340134412412262750371037512632286455402040602852310060432972、43693072333770494849883512381080556756073952428390618661204392475910068056765483152351107486744253145760二甲醚可以100%替代柴油和LPG，在这种情况下，与柴油和LPG的重量替代比分别为1.4l:1和1.31:1。柴油和LPG的出厂价格与国际市场原油价格相关联，国内成品油价格已经与国际市场并轨。在炼油厂中，原油占成品油总成本的8090%，各类成品油出厂价通常与国际市场原油价格有一个相对稳定的差价关系。下表给出了国际市场不同原油价格时，国内柴油、LPG的出厂价格估算，以及100%替代的情况下二73、甲醚出厂价的上限要求。由上表可知：当国际市场原油价格在6080美元/桶区间时，对应的二甲醚出厂价上限为：100%替代柴油：30723952元/吨；10%替代柴油：43295567元/吨；100%替代LPG：33374283元/吨；20%替代LPG：43695607元/吨。由于目前90%的二甲醚作为与LPG气进行掺烧销售，LPG价格的涨跌，直接影响二甲醚价格的涨跌。2007年上半年，由于国内能源需求迅速上升，而供应趋于紧张，国内液化石油气的市场价格随之上涨，2007年上半年二甲醚市场均价37003800元/吨左右，二甲醚生产企业获利丰厚。2007年三季度，随着国内液化石油气季节性的需求增长，二甲74、醚市场价格随之上浮。三季度伊始，由于液化石油气需求上升，二甲醚市场价格随之上浮，市场均价自3800元/吨左右上涨至43004400元/吨，厂家的二甲醚销售也较为顺畅。由于国际市场原油价格不断上涨，导致上游甲醇价格不断上涨，而二甲醚市场价格上涨速度赶不上甲醇价格不断上涨速度，二甲醚生产成本上升速度大于销价上涨速度，厂家利润空间不断压缩。2007年四季度，由于国际市场原油价格不断上涨速度加快，原料二甲醚价格迅猛上涨，二甲醚生产在成本猛增，于是二甲醚价格水涨船高。11月，二甲醚市场均价一度突破了5800元/吨，之后，由于市场需求逐步萎缩，且三季度投料的二甲醚生产装置逐渐正常运行，二甲醚市场供大于求，75、价格逐步下跌，到年底，市场均价回落至4200元/吨左右。2008年初，由于春节前后是我国液化气需求旺盛期，因此，不少二甲醚下游企业在2008年一季度采购备货，使得国内二甲醚阶段性需求迅速上升，带动市场价格迅速反弹，短短一周，市场均价从4200元/吨迅速拉升到5600元/吨左右，涨幅达1400元/吨左右。随后，随着集中备货期的过去，市场价格小幅回落，市场均价在45004900元/吨间波动。节后，虽然市场需求复苏，但是由于一季度国内不少二甲醚装置投产，随着这些装置的负荷逐渐上升，使得市场需求逐渐趋于饱和。而甲醇价格不断上行使得二甲醚生产成本一路上升。到季度末，高价甲醇造成的成本因素占据主导，市场价76、格震荡上行，最后均价收于50005100元/吨。二季度，国内二甲醚市场延续了一季度的市场情况。由于国际市场原油价格不断上涨，由年初99.61美元/桶，上涨至6月底的140美元/桶左右，使得甲醇价格迅猛节节高涨，二甲醚生产企业迫于成本的迅速上升，不得不提高市场。但是，由于国内部分企业二甲醚新装置投如运行，二甲醚下游企业对二甲醚涨价也不十分接受，二甲醚销售压力加大，各二甲醚生产厂家因此陷入困境。部分企业因无利可图或连续亏损而停工。到二季度末，二甲醚市场均价最高在6400元/吨左右，最低在5000元/吨左右。三季度，尽管国家同时也下调了二甲醚增值税税率，但是由于国际市场原油价格在7月11日创新高1477、2.25美元/桶，掉头下降，一路下跌，三季度末降至93.88美元/桶，导致甲醇价格逐步下跌，带动二甲醚市场下行。同时，国家限制液化气售价，液化气价格在受限后小幅下滑，二甲醚市场均价从三季度初的5450元/吨左右，降至三季度末4900元/吨左右。2008年四季度，由于美国金融危机的全面爆发引起世界性的金融危机，国际市场原油价格大幅爆跌，原油价格从四季度初的93美元/桶左右，爆跌至四季度末44.60美元/桶，导致液化气价格、甲醇价格、二甲醚市场价格大幅爆跌，12月中下旬，进口液化石油气到华南地区到岸价已经是2880元/吨左右，河北、山东、河南等地的液化石油气市场价格在3000元/吨左右，12月3178、日河北有的地方的液化石油气报价已至2800元/吨，尽管甲醇价格已经降到2000元/吨以下，二甲醚的生产成本仍然接近3000元/吨，二甲醚价格优势不复存在。到年底二甲醚市场价格爆跌至3000元/吨以下，国内大量二甲醚生产装置处于限产、半停产、停产状态。2009年以来，国际油价呈现出见低企稳、逐级回升的走势，全年WTI原油期货均价约为每桶62美元；进入20102011年，国际油价持续上涨主要是受到全球刺激经济的超宽松货币政策所催生的流动性进入商品市场、美元不断走低，商品期货市场监管不力、欧佩克多次限产等因素的影响。展望2013年，全球经济将曲折缓慢复苏，石油需求恢复性增长，美元持续疲软，通货膨胀压79、力上升，以及投机炒作等因素使得国际油价将呈上行趋势，但全球经济难以强劲增长等因素制约国际油价上涨空间，初步预计，全年WTI原油期货均价约为每桶95美元左右。随着国际市场原油价探低回升，2009年国内二甲醚价格在30004000元/吨之间波动。2010年二甲醚企业的盈利面较2009年相比有所好转，国内二甲醚价格在42005400元/吨之间波动。二甲醚价格在5400元/吨时，当时液化气的市场主流在6000元/吨，与二甲醚的市场价差保持在600元左右，故下游对二甲醚的市场需求尚在。2011年，受原料甲醇价格影响，二甲醚价格均价在40005500元/吨之间波动。同时由于石油价格的影响，二甲醚与液化石油80、气每吨的差价一度达到1000元以上。目前，国际市场原油价已探低回升，原油价格从2008年最低33.2美元/桶升至目前的95美元/桶，国内二甲醚价格在40005000元/吨之间波动。预计今后数年，随着全球经济的复苏，国际上石油价格将维持在90100美元/桶左右，国内二甲醚价格将维持在40005000元/吨低位波动，本项目考虑未来各种不确定因素对产品价格的影响，为了降低风险，原料煤的价格按400元/吨（含税价），二甲醚价格按4300元/吨进行经济效益测算，同时在本报告书的财务评价中对二甲醚价格下降和上涨10%时，还分别作了不确定性分析，以供建设单位参考。3 产品方案和生产规模3.1 产品方案根据国81、家发展改革委关于加强煤化工项目建设管理促进产业健康发展的通知（发改工业20061350号），要求以民用燃料和油品市场为导向，支持有条件的地区，采用先进煤气化技术和二步法二甲醚合成技术，建设大型甲醇和二甲醚生产基地；鼓励企业采用拥有自主知识产权的先进技术。一般不应批准年产规模在300万吨以下的煤制油项目，100万吨以下的甲醇和二甲醚项目，60万吨以下的煤制烯烃项目。本项目生产装置不属于国家发展和改革委员会2011年3月27日发布的产业结构调整指导目录（2011年本）规定的“第二类 限制类”中“四、石化化工”的“2、新建80万吨/年以下石脑油100万吨/年以下煤制甲醇生产装置（综合利用除外）生产装82、置”范畴。根据国家发展改革委关于规范煤化工产业有序发展的通知（发改产业2011635号），“在新的核准目录出台之前，禁止建设以下项目：年产50万吨及以下煤经甲醇制烯烃项目，年产100万吨及以下煤制甲醇项目，年产100万吨及以下煤制二甲醚项目。上述标准以上的大型煤炭加工转化项目，须报经国家发展改革委核准。”本项目以煤为原料，采用粉煤气化技术生产180万吨/年甲醇、120万吨/年二甲醚，符合国家产业政策。3.2 生产规模本项目分三期建设，各期建设规模如下表。表3-1 建设规模分期表建设规模甲醇（万吨/年）二甲醚（万吨/年）一期6020二期6050三期6050合计180120按年操作时间为8000小83、时计，甲醇总小时产量为228.46吨，日产量为5483.071吨，年产量182.769万吨；二甲醚总小时产量为162.144吨，日产量为3891.462吨，年产量129.715万吨。副产硫磺0.42t/h（9.99t/d，3329.37t/a）3.3 产品质量指标本装置精甲醇产品符合工业用甲醇（GB338-2011）优等品要求，其产品规格和质量指标见表3-2；二甲醚产品符合城镇燃气用二甲醚（GB25035-2010）要求，其产品规格和质量指标见表3-3。表3-2 工业用甲醇项目指标优等品一等品合格品色度/Hazen单位（铂-钴色号） 510密度（20）,g/cm30.7910.7920.79184、0.793沸程（0，101.3kPa）/ 0.81.01.5高锰酸钾试验/min 503020水混溶性试验通过试验（1+3）通过试验（1+9）水的质量分数/% 0.100.150.20酸的质量分数（以HCOOH计）/% 或碱的质量分数（以NH3计）/% 0.00150.00300.00500.00020.00080.0015羰基化合物的质量分数（以HCHO计）/%0.0020.0050.010蒸发残渣的质量分数/% 0.0010.0030.005硫酸洗涤试验/ Hazen单位（铂-钴色号） 50乙醇的质量分数/% 供需双方协商表3-3 城镇燃气用二甲醚质量要求项目质量指标二甲醚质量分数/%9985、.0甲醇质量分数/%1.0水质量分数/%0.5铜片腐蚀/级不大于14 工艺技术方案4.1 原料路线确定的原则和依据合成甲醇所需的有效化学成份为CO、CO2和H2。从理论上讲，凡同时含有该三种成份的气体均可用于甲醇合成，通过转化的方法能生成这三种组份的物质也可用作甲醇生产的原料。世界上最常用的甲醇原料主要有天然气、煤和油。由于我国油、气资源有限，尤其是近两年来随着国际市场的变化，油、气价格不断上涨，致使以石油和天然气为原料的化工产品成本持续增长，无法与国际市场竞争。而我国煤炭资源极其丰富，品种齐全，价格低廉，若以煤为起始原料，不但原料来源有保证，而且原料费用也可显著降低，从而降低生产成本，使企业86、获得一定的经济效益。因此，从我国能源结构出发，遵循可持续发展战略的要求，开发煤炭综合利用技术是国情的需要，更是我国能源结构发展的需要，同时也是我国化工行业发展的一种有效方法。表4-1 气、液、固原料生产甲醇的比较序号比较内容油气煤1工艺流程较长短长2原料罐区、堆场、仓库较大无大3“三废”排放量小小大4劳动强度小小大5工艺原料成本高介于油煤之间低6燃料成本高介于油煤之间低7净化成本较高低较高8工程投资较高低高9固定成本较高低高10压缩电耗相当11工艺水耗用相当12冷却水耗用相当13财务费用相当本项目拟建于陕西省xx县工业园。xx县境内煤炭资源十分丰富，煤炭资源储量为96.68亿吨，居宝鸡市第一。87、本项目结合xx县煤矿资源的现状，拟选用烟煤作为生产甲醇原料，原料路线可行。本报告采用的原料路线：以煤为气化原料，采用粉煤气化技术生产甲醇的原料气，采用气相甲醇催化脱水工艺制二甲醚。业主提供的煤质数据如下：表4-2 煤质数据序号检验项目符 号检测值采用标准备 注1全水分Mt %14.5GB/T211-19962空气干燥煤样水分Mad %4.18GB/T212-20013灰 分Ad %17.39GB/T212-20014挥发分Vdaf %40.93GB/T212-20015焦渣特征CRC(1-8)2GB/T212-20016全硫St,d %0.09GB/T214-19967氢含量Ha,d %4.088、3GB/T476-20018碳含量Cd %66.58GB/T476-20019发热量Qgr,ad MJ/kg25.75GB/T213-2003Qnet,ar MJ/kg20.944.2 工艺技术方案的选择以煤为原料，制取甲醇、二甲醚需经过以下几个主要工艺过程：（1）空分制氧提供气化用氧气；（2）粉煤制备获得煤气化炉所需的原料粉煤；（3）煤气化制合成气获得合成甲醇生产所需有效气原料如H2、CO等；（4）合成气CO变换调节合成气中氢碳比，使之满足甲醇合成反应条件；（5）合成气净化脱除合成气中CO2及硫化物，得到净化气；（6）甲醇合成原料气在催化剂作用下反应生成甲醇；（7）甲醇精馏制得最终产品精甲醇89、；（8）甲醇脱水制二甲醚。目前国内外生产甲醇、二甲醚产品主要采用的工艺技术来源类型见下表：表4-3 工艺技术来源选择表序号工艺名称技术来源国 外国 内1原料煤制备国内技术2煤气化GE（原Texaco）水煤浆气化、激冷SHELL粉煤气化、废锅GSP粉煤气化华东理工大学（对置式多喷嘴气化工艺）西北化工研究院（多元料浆气化工艺）清华大学（水煤浆气化工艺）航天煤化工公司（航天炉）3一氧化碳变换齐鲁石化研究院钴钼催化剂4脱硫脱碳德国林德：低温甲醇洗鲁奇：低温甲醇洗MDEA或NHD大连理工大学低温甲醇洗5甲醇合成美国APCI液相法甲醇德国LURGI管式反应英国ICI激冷反应器瑞士卡萨里反应器Davy SR90、C径向产汽合成塔华东理工大学与四川天科股份（绝热管壳外冷合成塔）；林达管式反应器国昌轴径向反应器6甲醇精馏二塔流程三塔流程7氢回收低温冷箱法变压吸附PSA低温冷箱法膜分离变压吸附PSA8硫磺回收克劳斯硫回收荷兰荷丰超级克劳斯加氢克劳斯9空分美国APCI法国AirLiquide英国BOC德国Linde杭氧液空（合资）浙江杭氧河南开封四川空分10二甲醚甲醇气相催化脱水甲醇气相催化脱水甲醇液相催化脱水法合成气一步成法 煤气化装置.1 煤气化工艺技术概况煤气化技术按照气化炉的形式来划分，主要有三大类：固定床、流化床和气流床。煤气炉分类如下图：煤气化固定床流化床气流床常压固定床加压固定床UGI、富氧连续91、气化Lurgi、BGL灰熔聚、恩德炉、U-Gas、CFB干粉煤水煤浆Shell、GSP、航天炉、两段炉、PrenfloGE、多喷嘴、DOW、熔渣-非熔渣图4-1 煤气化技术分类在三类气化炉中，固定床气化相对简单和成熟，固定床气化需要使用块煤，有效气（CO+H2）产率低，干灰排渣，环保问题较多。流化床气化采用碎煤进料，灰渣循环使用，对环保压力小，但仍存在气化温度较低，要求原料煤有较好的反应性。气流床技术是当今先进煤气化技术，符合大型化要求，近年来发展较快。目前世界上以煤为原料先进可靠，具有商业化业绩的气化技术主要有固定床加压气化（Lurgi）、水煤浆加压气化（GE、对置多喷嘴、多元料浆）以及干粉92、煤加压气化技术（Shell、GSP、航天炉），上述各种气化工艺特点及优劣势分析如下。（一）Lurgi加压气化技术Lurgi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化技术，运行中的气化炉达数百台。目前国内有22台Lurgi气化炉，煤气中甲烷含量较高，多用于生产城市煤气，生产合成气的厂较少。我国云南解化集团和山西天脊集团采用该技术生产合成氨，解放军化肥厂为年产17万吨合成氨，山西天脊集团为年产30万吨合成氨。Lurgi加压气化技术特点如下：（1）Lurgi加压气化技术以块煤为原料(粒度650mm)，适用于不粘结或弱粘结性和灰熔点较高的褐煤和活性好的次烟煤、贫煤等多煤种93、；（2）氧耗低，鲁奇炉气化工艺在目前各种采用纯氧为气化剂中氧耗最低；（3）冷煤气效率高，冷煤气效率代表煤中的热量转化为煤气中热量的程度，Lurgi炉最高可达93%，高于其它的煤气化技术；（4）Lurgi气化技术合成气中甲烷含量高（810%），且含焦油、酚等物质，气化炉后需配备甲烷分离转化装置以及较复杂的污水处理装置，环保处理费用较高；（5）投资省，国产化率可达100%，单炉投资与引进相比大幅下降。由于Lurgi气化技术所含煤气初步净化系统复杂，粗煤气中CH4含量高适合生产城市煤气，不适合生产合成气，不是公认的首选技术。Lurgi煤气化技术近年来也在某些方面有所改进，如排渣系统的改进（熔渣气化技94、术），三废处理技术的改进等，Lurgi煤气化技术在某些地区及部分领域仍应是一个先进适用的技术。我国山西潞安煤制油项目，根据当地煤资源的特点及依托条件，选用了Lurgi加压气化技术。（二）BGL气化炉BGL技术是1975年英国煤气公司与德国鲁奇能源与环境公司合作开发的。BGL气化炉是鲁奇干灰式气化炉的改进型，即液体排渣型移动床气化炉。液态排渣BGL气化技术与固态排渣比较，关键在于通过提高气化温度来提高气化速度，气化强度大、生产能力高。2005年，中国云南煤化工集团下属的云南解化集团应用BGL熔渣气化技术改造现有鲁奇气化炉，作为试验和示范炉直接试烧当地高含水量褐煤（35%）。2006年10月成功完95、成炉体改造和开车试验，达到预期目标。云南解化集团在云南省开远市应用BGL气化技术建设20万吨甲醇/二甲醚生产装置也以投产。该气化工艺具有以下特点：（1）煤料床顶部的气体温度一般为450、因而不需要昂贵的热回收设备；（2）气体出口处凝结的焦油和油类副产品可保护炉壁金属表面使之不受腐蚀，产品冷却段使用低成本的碳钢就能满足要求；（3）气化炉的炉体是由双层钢板制成，水夹套中由锅炉水取热产生蒸汽，外筒体承压，夹套中锅炉水的压力与气化炉压力相近，这样内筒体承受的压力很小；（4）灰渣是质地紧密的固体物质，封存了微量元素。灰渣无害并具非浸溶性，适于作建筑材料；（5）气化过程中无飞灰产生；原始产品气的CO2含量96、低；能够满足改变负荷的要求；（6）水蒸汽/氧气喷射系统可使焦油和油类气化；喷嘴也可用来把其他废弃物喷入气化炉中进行焚烧；（7）在气化炉底部的高温区，炉壁被一层固体灰渣所保护；（8）原煤可被气化，粉煤可另加工成型煤投入或从喷嘴喷入；（9）BGL设备不必由专门生产商提供部件一可确保当地供应部件；（10）净化后的产品气可直接用作燃料气，其热值约为13 MJ/Nm3，或用作各种化工工艺所需的原料气；（11）工艺废水量少，水处理量仅为固态排渣时的1/41/3，并且可回用于气化炉，没有废水排放；BGL技术与Shell和GE煤气化技术进行对比，BGL气化工艺除了比Shell和GE煤气化多出副产物的焦油、酚的97、分离、回收系统外，其他部分要比这两种技术来的简单。BGL的氧耗、煤耗也比较低，合成气的热值最高，但CH4含量比较高，相对于Shell和GE煤气化来讲更适合于发电或生产代用天然气。与Shell和GE煤气化相比单台生产能力较低，需设多台炉操作，目前商业化的气化压力为2.5 MPa，提高反应压力虽然能略微提高处理能力，但是CH4也随之升高。（三）GE水煤浆气化工艺GE水煤浆加压气化工艺是美国Texaco石油公司在重油气化的基础上发展起来的（现为GE并购）。1945年Texaco公司在洛杉矶近郊蒙特贝洛建成第一套中试装置，并提出了水煤浆的概念，水煤浆采用柱塞隔膜泵输送，克服了煤粉输送困难及不安全的缺点98、，后经各国生产厂家及研究单位逐步完善，于20世纪80年代投入工业化生产，成为具有代表性的第二代煤气化技术。1984年，中国山东鲁南化肥厂从美国Texaco公司引进技术，建设了中国第一套Texaco水煤浆气化装置，1993年建成投产。此后上海焦化厂、陕西渭河煤化工公司、安徽淮南化工总厂、浩良河化肥厂和中石化金陵石化公司又相继引进了GE水煤浆气化技术。水煤浆气化技术在中国已有多年的应用业绩，技术成熟，投资较省。GE水煤浆气化工艺具有如下特点：（1）对煤种有一定适应性。国内企业运行证实水煤浆气化对使用煤质有一定的选择性：气化用煤的灰熔点温度T3值低于1350时有利于气化；煤中灰分含量不超过15%为宜99、，越低越好，煤的热值高于26000kJ/kg，并有较好的成浆性能，使用能制成6065%浓度的水煤浆之煤种，才能使运行稳定。（2）气化压力高。工业装置使用压力在2.88.7 MPa之间，可根据使用煤气的需要来选择。（3）气化技术成熟。制备的水煤浆可用隔膜泵来输送，操作安全又便于计量控制。气化炉为专门设计的热壁炉，为维持13501400温度下反应，燃烧室内由多层特种耐火砖砌筑。热回收有激冷和废锅两种类型，可根据煤气用途加以选择。（4）合成气质量较好。其有效组分（CO+H2）含量占80%左右，甲烷量0.1%。碳转化率9598%。冷煤气效率7076%，气化指标较为先进。因水煤浆中含有3540%水分，因100、而氧气用量较大。（5）对环境影响较小。气化过程不产生焦油、萘、酚等污染物，故废水治理简单，易达到排放指标。高温排出的融渣，冷却固化后可用于建筑材料，填埋时对环境也无影响。（6）国产化程度高，投资较低。国内已经完全掌握了GE气化工艺，主要设备都可以国产化，只引进烧嘴、煤浆泵等少量设备，因此，投资省。（7）由于国内已经完全掌握了GE气化工艺，积累了大量的经验，因此，设备制造、安装和工程实施周期短，开车运行经验丰富，达标达产时间短。（四）对置多喷嘴水煤浆气化工艺对置多喷嘴水煤浆气化技术是先进煤气化技术之一，是在Texaco水煤浆加压气化技术的基础上发展起来，具有完全自主知识产权。2000年，华东理工101、大学，原鲁南化肥厂（水煤浆工程国家中心的依托单位），中国天辰化学工程公司共同承担的多喷嘴对置水煤浆气化炉中试工程经过三方共同努力，于7月在鲁化建成投料开车成功，10月通过72小时考核，11月经过国家主管部门的鉴定及验收。对置多喷嘴水煤浆气化技术涉及以纯氧和水煤浆为原料制合成气的过程，装置包括磨煤单元、气化及初步净化单元及含渣水处理单元，技术特点是：多喷嘴对置的水煤浆气流床气化炉及复合床煤气洗涤冷却设备；混合器、旋风分离器、水洗塔三单元组合煤气初步净化工艺；蒸发分离直接换热式含渣水处理及热回收工艺。除了华鲁恒升和兖矿国泰两个商业运行的多喷嘴对置水煤浆气化装置外，还有多个多喷嘴对置水煤浆气化装置正102、在施工建设或设计，对置多喷嘴水煤浆气化技术技术特点如下：（1）对置多喷嘴气化炉和新型预膜式喷嘴的气化效率高，技术指标先进。与采用国外水煤浆气化技术的兖矿鲁南化肥厂同期运行结果相比，有效气成分提高23个百分点，CO2含量降低23%；碳转化率提高23%，比氧耗降低7.9%，比煤耗降低2.2%。（2）对置多喷嘴气化炉具有开车方便、操作灵活、投煤负荷增减自如的特点，尤其是新型水煤浆可灵活停下一对烧嘴另一对烧嘴可继续工作，气化炉以半负荷运行。（3）复合床型洗涤冷却技术的热质传递效果好，液位平稳，避免了引进技术的带水带灰问题。（4）分级式合成气初步净化工艺节能、高效。表现为系统压降低，分离效果好，合成气中103、细灰含量低(1 mg/Nm3)。（5）渣水处理系统采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。对置多喷嘴水煤浆气化技术实在GE气化技术的基础上发展起来的，没有根本性的突破。而且其气化炉烧嘴较多，停车检修或更换烧嘴时影响面较大，由于采用四喷嘴，需要配合多台高压煤浆泵及相应管线和仪表控制系统，加之炉体加长，气化流程中增加了分离器等，故投资与GE气化技术相比（计入专利费）差不多。此外，对置多喷嘴气化技术存在的不足之处是工业化运行装置较少，实际生产经验还需要进一步积累。（五）多元料浆气化技术多元料浆煤气化技术由西北化工研究院开发，其气化过程与GE煤气化技术的气化原理、反应机理基本相同104、，且两者同时期开发，研发时间长，技术成熟可靠，都有大型工业化装置并实现了长周期安全稳定运行。多元料浆气化技术主要有以下特点：（1）原料适应性广，包括煤、石油焦、石油沥青、渣油、煤液化残渣、生物质等含碳物质以及纸浆废液、有机废水等液体废弃物。（2）新型结构的气化炉及独特的激冷器，具有结构简单，操作安全易控的特点，而且有利于热量回收、耐火材料保护及固液分离。（3）富有特色的固态排渣和液态排渣技术，不仅解决了高灰熔点原料的气化难题，而且从技术角度拓宽了原料适用范围。（4）成熟完善的系统放大技术，解决了不同规模、不同压力等级气化装置的工程化问题。已工业化装置的压力等级为1.36.5 MPa，生产规模从105、年产3万t合成氨到年产90万t甲醇，单炉日投料量为1502000t。该技术碳转化率高，为9698%。（5）通过气化原料的优化组合，既解决了原料成浆性问题，又解决了灰熔点问题，特别是难成浆原料的制浆问题，大大提高料浆的有效组成，降低了气化消耗。同时，解决了高浓度、高粘度料浆长距离输送的难题。（6）独具特色的灰水处理技术（IIII级换热闪蒸），减少了装置投资，简化了工艺流程。（7）设备完全立足于国内，投资少，效益显著。（8）三废排放少，环境友好，属于洁净气化技术。（六）壳牌（Shell）干煤粉气化工艺壳牌（Shell）干煤粉气化工艺在1972年就开始基础研究，1993年在荷兰建成日处理煤量为200106、0吨的单系列大型气化装置。目前国内已有20套装置在建或已签合同，其中湖北双环、岳阳巴陵、柳州和安庆项目于2006年建成投产。Shell粉煤气化工艺具有如下特点：（1）采用干煤粉作气化原料，煤粉用惰气输送，操作十分安全。对煤种的适应性比较广泛，从较差的褐煤、次烟煤、烟煤到石油焦均可使用；对煤的灰熔点适应范围比其它气化工艺更宽，即使是高灰分、高水分、高硫的煤种也能使用。（2）气化温度高，一般在14001600，碳转化率高达99%。煤气中甲烷含量极少，不含重烃，CO+H2达到90%以上。（3）氧耗低。采用干煤粉进料与水煤浆气化相比不需在炉内蒸发水分，氧气用量因而可减少1525%，从而降低了成本。配套107、的空分装置规模相对缩小，投资也可相应降低。（4）气化炉采用水冷壁结构，无耐火砖衬里。水冷壁设计寿命按25年考虑。正常使用维护量很小，运行周期长，也无需设置备用炉。（5）每台气化炉设有46个烧嘴，对生产负荷调节更为灵活。Shell烧嘴保证寿命为8000小时，已超过连续16000小时运行。（6）热效率高。Shell煤气化的冷煤气效率达到7883%，其余15%副产高压或中压蒸汽，总的原料煤的热效率达98%。（7）对环境影响小。气化过程无废气排放。系统排出的融渣和飞灰含碳低，可作为水泥等建筑材料，堆放时也无污染物渗出。气化污水不含焦油、酚等，容易处理，需要时可作到零排放。（8）国产化程度较低，投资高。108、Shell气化炉非常复杂，加工和制造难度大，主要设备如气化炉内件需从国外进口，国产化程度较低，由此，造成投资大。（9）目前国外有一套用于发电的Shell气化炉在运行，20062008年期间，国内有多套Shell气化炉相继投产，为国内后续Shell气化炉设计、建设和运行积累了大量的经验。总体上看，Shell气化炉庞大且复杂，在设备制造、安装和工程实施方面难度大，周期长。（七）Siemens公司GSP干煤粉气化工艺GSP工艺技术于上世纪70年代末由前民主德国的德意志燃料研究所开发，目的是用高灰分褐煤生产民用煤气。1984年，在黑水泵市（Schwar Ze Pumpe）的劳柏格（Laubag）电厂建109、立了一套130MW冷壁炉的商业化装置，原料处理能力为720吨/天，该装置运行了10多年，未更换过气化炉烧嘴的主体和水冷壁。目前该技术属于德国Siemense公司。GSP工艺技术有以下特点：（1）GSP气化原料的适应范围广，可以气化褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦，对煤的活性基本没有要求，对煤的灰熔点适应范围比其他气化工艺更宽，对于高灰份、高水分、高含硫煤同样适应。（2）GSP气化工艺的气化温度为14001600，碳转化率可达99%以上，甲烷含量低，煤气中有效组分（CO+H2）达90%以上，煤的消耗低。（3）GSP气化采用干粉进料，与水煤浆相比氧耗降低15%-20%，可以减少空分能力，节约投资。（4）110、已投入运行的气化炉压力为3.0 MPa，单炉日处理煤720t。可以设计2000-2500t/天，甚至更大能力的气化炉。（5）热效率高，冷煤气效率为78%83%，其余15%20%热能可通过副产蒸汽进行回收，总气化热效率约为90%。（6）GSP气化炉的开工率高，维修基本上是每年一次，烧嘴的设计寿命为8000小时，实际使用已达10年未出现问题。气化炉的开停车比较灵活，所需时间比较短。（7）气化炉渣经激冷后成玻璃状颗粒，性质稳定，不污染环境。气化污水少，有害组分低，容易处理，可达标排放。GSP煤气化具有一些技术上的优势，但由于进入国内市场较晚，国内仅有一套在建装置。目前在投资和经济性等方面尚未在国内得111、到工业化装置的有效验证。（八）HT-L航天炉煤气化技术HT-L航天炉粉煤气化工艺是由北京航天煤化工工程公司开发的先进煤气化工艺，是一种以干煤粉为原料，采用激冷流程生产粗合成气的工艺。HT-L粉煤气化工艺采用了盘管式水冷壁气化炉，顶烧式单烧嘴，粉煤干法进料及湿法除渣，在较高温度1450及压力（4.06.5MPa.G）下，以纯氧及少量水蒸气为气化剂在气化炉中对煤进行气化。HT-L粉煤加压气化工艺有以下主要技术特点：（1）以煤粉为原料，原料煤可以得到100%利用。与水煤浆原料相比，可以节约将40%以上的水分升温、气化所消耗的热量，单位有效气体氧耗低，热效率高。（2）纯氧和过热蒸汽为气化剂、加压气化，112、气化效率高、设备结构紧凑。粗合成气中有效气体(CO+H2)成分高，NOx主要由于原料煤中的N元素生成，含量低，对环境影响小。（3）惰性气体浓相输送，除合成氨装置外，原则上均可以CO2作为煤粉输送介质，实现CO2循环利用，减少碳排放。通过一系列的掺混元件，将煤粉和输送介质掺混成连续、稳定的浓相混合气流，通过流量计计量，通过调节阀控制流量，通过切断阀、换向阀、减压装置控制混合气流的流动状态，从而实现对气化过程的精确控制。（4）气化炉气化段盘管水冷壁结构，可以实现高的气化温度，适应原料煤宽泛的灰熔点范围，适当添加CaCO3助溶剂，可以适应各种原料煤，实现原料煤本地化。（5）水冷壁气化炉，升温、降温迅113、速，与热壁气化炉相比，可以大大缩短停车检修时间。（6）盘管水冷壁结构，强制两相流汽包水循环，可以避免一般集合器结构由于局部热负荷高等原因造成水流分配不均，进而发生局部烧蚀、爆管现象，有利于气化炉的长周期安全运行。（7）高的气化温度，可以将原料煤挥发份、低温气化中难以处理的焦油、酚、氨、甲烷等成分全部作为气化原料，生产有效气体，从而使粗合成气、水、灰渣洁净，易于处理，减少对环境的影响。高的气化温度，细小的煤粉颗粒，纯氧为气化剂，可以实现高的碳转化率。（九）两段式干煤粉气化技术两段式干煤粉加压气化炉于2004年在陕西省渭南渭河煤化工集团公司内建成，处理煤量为3640吨/天，操作压力为3.04.0 114、MPa，操作温度为13001800。试验了包括褐煤、烟煤、贫煤和无烟煤在内的十二种典型煤种，证明了两段式干煤粉加压气化流程的合理性，为我国干煤粉加压气化技术的发展和工程化奠定了坚实的基础，填补了国内在干煤粉煤气化领域的空白。2006年5月16日，科技部组织专家对装置进行了测试和验收，验收专家组认为，该项技术的各项指标均达到或超过了国外先进技术指标，具备了大型化的条件，顺利通过了国家科技部的验收。两段式干煤粉气化技术有以下特点：（1）煤种适应性广：煤种适应性广，从无烟煤、烟煤、褐煤到石油焦均可气化。（2）气化温度约13001600，压力可达4.0MPa，碳转化率高达99%以上，产品气体相对洁净，115、不含重烃，煤气中有效气体(CO+H2)高达90%以上。高温气化不产生焦油、酚等凝聚物，不污染环境，煤气质量好。（3）喷嘴冷却水系统能有效防止气化炉内高温对喷嘴造成过热损坏。软水经喷嘴冷却水泵分别进入一段喷嘴和二段喷嘴，出喷嘴的冷却水进入喷嘴冷却水冷却器进行冷却后循环使用。（4）干煤粉被气化剂雾化，在气化炉的一段（温度13001600）煤与O2和H2O发生部分氧化反应，生成以CO+H2为主要成分的粗煤气。在气化炉二段（10001300）送入少量煤、N2和蒸汽，主要进行煤的干馏热解、挥发分的二次裂解及水蒸汽的分解等反应。气化炉采用水冷壁结构，以渣抗渣，无耐火砖衬里，维护量少，运转周期长，无需备炉。116、（5）可以通过停掉两个煤粉喷嘴或减少喷嘴进煤量来调节气化炉处理煤量，负荷调节能力较强。（6）由于两段式干煤粉气化炉利用二段的化学反应，使炉内高温煤气温度降低，从而省去了常规干煤粉气流床气化的冷煤气再循环过程，从而大大降低了气化岛的自耗功，同时也省去了庞大的煤气压缩机，使废热锅炉和除尘器设备规模减小了一半。（7）两段气化形成的粗煤气（约900）离开气化炉进入废热锅炉，在废热锅炉内与脱氧水（4.9 MPa，260）进行热交换，冷却至330左右。（8）氧耗比较低，因而与之配套的空分装置投资可减少。热效率比较高，一般冷煤气效率80%以上，另有约15%的能量被回收为中压蒸汽，总的热效率为95%以上。（十117、）非溶渣-溶渣分级气化技术非溶渣-溶渣分级气化技术是清华大学和北京达立科科技有限公司针对GE水煤浆气化技术的优势和不足进行认真分析的技术上开发的煤气化技术，具有完全自主知识产权的煤气化技术。山西丰喜集团采用该技术（2500 t/d）建设用于10万吨/年甲醇装置。该工艺将煤的连续气化过程进行分级，和现有的气流床煤气化技术具有本质上的不同。主要技术特点如下：（1）氧气的分级加入提高气化炉下部的温度，整个气化炉的平均温度得到提高，气化反应更加充分，下部温度的提高使气化炉的排渣更加顺畅；（2）采用CO2、N2、水蒸汽等其它气体调节氧气和燃料的预混程度，调节火焰中心的温度和距离喷嘴端面的距离，降低喷嘴附118、近的温度，延长喷嘴的使用寿命；（3）二次氧气加强了气化炉内的物料混和，气化反应加强；物料混和的加强，延长了物料的停留时间，气化反应进行更加彻底；（4）减少了第二段的回流区，气化炉的有效气化空间增加，同样体积气化炉的生产能力提高；（5）增加二次氧气系统并不会增加整个气化系统的复杂性和对测量、操作和控制精度的要求。.2 煤气化工艺技术的选择常压固定床投资较低，但其必须使用块煤，碳转化率低、能耗高、气化强度低、污水中含焦油和酚，达标排放处理复杂，目前已属淘汰工艺。国内固定床气化还有富氧连续气化技术，虽然该技术连续气化无吹风气排放，污染较少，但只能采用焦炭或无烟煤作原料，原料成本高；且生成气中氮气含量119、高，不适合作合成甲醇的原料气。Lurgi和BGL气化技术入炉煤必须是块煤，原料来源受一定限制；煤气中含焦油、酚等，污水处理和煤气净化工艺复杂、流程长、设备多。该技术粗煤气中CH4含量较高，适合生产城市煤气，不适合生产甲醇合成气，不是公认的首选技术。本项目不予选用。本项目气化工序拟推荐采用气流床气化技术，现将目前国内外具有代表性的Shell、GE、航天炉、多喷嘴、多元料浆等气化技术的比较如下：表4-4 气流床煤气化工艺技术比较序号工艺名称ShellGE航天炉对置多喷嘴多元料浆1进料方式干粉煤粉煤锁斗系统比较复杂，要求防爆、防泄漏6065%水煤浆输煤系统简单，操作方便干粉煤粉煤锁斗系统比较复杂，要120、求防爆、防泄漏6065%水煤浆输煤系统简单，操作方便煤：6065%油：1015%水：2030%2气化工艺气流床液态排渣气流床液态排渣气流床液态排渣气流床液态排渣气流床液态排渣3适用煤种褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣次烟煤、烟煤、油渣褐煤、次烟煤、烟煤、无烟煤、油渣次烟煤、烟煤、油渣次烟煤、烟煤、油渣4烧嘴数量46 11415气化压力 MPa2.04.02.88.74.06.54.06.51.36.56气化温度 140017501300140014001750130014001300-14007气化剂氧气+蒸汽氧气氧气+蒸汽氧气氧气8单炉最大投煤量 t/d2500200025002000750121、18009氧气消耗(km3CO+H2)33036038043033036038043040010碳转化率 %9998999896-9811冷煤气效率 %78837076788372787612总热效率 %98（废锅流程）9096（激冷流程）90-13操作弹性 %50130701106012060120-14对环境影响低低低低低15工艺技术成熟度较高高较高高高16设备国产化程度较低，引进气化炉内件高，引进烧嘴、煤浆泵高高，引进烧嘴、煤浆泵高17制造、安装周期、工程实施难度难度大难度小难度小难度较小难度小从以上五种气流床气化工艺的特点可以看出，Shell和航天炉均属于粉煤气化工艺，与水煤浆气化工艺122、相比，在煤种适应性、氧气消耗、碳转化率、热效率等方面占有一定的优势。本项目从设计煤种的煤质指标和以往生产使用情况判断，干粉煤气化适用于该煤种的气化。以Shell、航天炉为代表的粉煤气化技术工艺技术指标先进，尤其是航天炉在国内已经开车成功，本项目可充分借鉴其建设和操作经验，同时气化炉在国内制造，可以控制并节省大量投资、同时可有效地缩短建设周期。航天炉已在安徽临泉和河南濮阳建有两套示范装置，已先后开车成功，安徽临泉HT-L粉煤加压气化装置于2009年9月15日顺利通过临泉化工和北京航天组织的72h性能考核，于2009年10月2326日通过中国石油化工协会组织的现场考核，2009年10月28日通过中123、国石油化工协会组织的鉴定，鉴定委员会认为：该装置操作简便、维护方便，煤种适应性广、投资费用和运行成本低、开工率高、气化炉的故障率低。该技术拥有自主知识产权，总体技术水平处于国际领先。该技术具有：煤种适应性广，可实现原料煤本地化，使得应用该技术的项目不受煤种限制，技术可以不受地域限制地推广。煤的利用过程洁净高效，属于目前世界先进的煤气化技术，符合国家节能减排的产业发展政策要求。建设投资少、运行维护费用低。可以使产品的生产成本低，使企业获得良好的经济效益。整套工艺技术具有自主知识产权，符合国家发展煤化工的技术政策要求。全套设备国产化。由于技术先进和设备全部国产化，使得整套装置设备订制、人员培训、运124、行维护、技术支持方便快捷，对技术的推广起到了良好的促进作用。结合本项目使用的原料煤的特点，本项目推荐使用HT-L航天炉煤气化技术，本项目为360万吨/年甲醇装置，采用日投煤量（原煤）1600吨的3200/3800型航天炉6套；由于当地环保要求，项目锅炉须采用燃气锅炉，拟采用航天炉气化工艺制锅炉燃料气，采用日投煤量（原煤）1600吨的3200/3800型航天炉3套，煤粉输送采用CO2输送技术。.3 磨煤及干燥技术方案煤磨粉及干燥在国内外电力、冶金、建材、化工等行业应用广泛，常采用的流程有中间贮仓式或直吹式两种流程。我国自20世纪80年代以来，大中型电站开始采用中速磨煤机，目前已装机800余台。先125、后有北京电力设备总厂和沈阳重型机械厂从德国Babcock公司引进MPS型磨煤机制造技术；上海重型机器厂从美国CE公司引进HP型磨煤机制造技术。从合作制造到形成自己的系列，三厂共生产各型磨机500台以上，据国家电力公司统计，耐磨件寿命接近国外水平，可用系数达86%以上，运行情况良好。综上所述，结合原料煤的煤质，根据类似工程设计经验，本项目采用“一级磨粉干燥、一级煤粉分离收尘、中间贮仓”的工艺技术。煤磨粉和干燥在中速磨中一次完成，采用3套中速磨制粉系统，2开1备；循环飞灰返回磨机，湿细渣返回煤场，同原煤一同进入碎煤仓。煤干燥的热介质为热风炉产生的热烟气与返回循环气、补充氮气和空气的混合气体（惰性化126、气体，低氧含量），热风炉燃料采用合成弛放气，开工用燃料为柴油。大部分干燥介质循环并补充氮气以控制制粉系统惰性化（氧含量不超过8%），部分排放。煤粉分离收集器采用吸收国外技术、国内开发的成熟可靠的防爆型长袋低压脉冲喷吹高浓度煤粉袋式收集器。煤粉分离采用袋式过滤器一次分离收集，保证排出废气中粉尘浓度达到排放标准（50mg/Nm3），分离的煤粉由螺旋输送机分别送入两个煤粉贮仓。主要操作条件如下：（1）煤粉粒度：90m，90% 5m ，10% 水分：2%（2）磨机出口温度：105（3）循环气氧含量（湿基）：8%（体积） 露点：70 一氧化碳变换装置.1 工艺技术概况本项目推荐采用航天炉煤气化所产合成气127、生产甲醇，由于煤气化送出的粗煤气中CO含量为72.96%（干基）左右，H2含量为17.75%，且原料气中硫含量较高，不符合甲醇合成的要求，因此必须部分变换，增加H2含量，才能满足甲醇合成的要求。变换反应方程式如下：CO+H2O CO2H2Q在催化剂作用下，原料气中的CO与H2O反应生成相应量的CO2和H2，并放出大量反应热。CO变换技术是随变换催化剂的进步而发展的。变换催化剂的性能确定了变换工艺的流程及其先进性。采用Fe-Cr系变换催化剂的变换工艺，操作温度在350550，称为中、高温变换工艺。其操作温度较高，原料气经变换后仍含有3%左右的CO。Fe-Cr系变换催化剂的抗硫能力差，适用于总硫含128、量低于100ppm的气体。采用Cu-Zn系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200280，称为低温变换工艺。这种工艺通常串联在中、高温变换工艺之后，将3%左右的CO降到0.3%左右。Cu-Zn系变换催化剂的抗硫能力更差，适用于总硫含量低于0.1 ppm的气体。采用Co-Mo系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200550，称为宽温变换工艺。其操作温度较宽，流程设计合理，经变换后CO可降至0.3%左右。Co-Mo系变换催化剂的抗硫能力极强，对总硫含量无上限要求。国内外对上述三种变换工艺及其不同组合均有丰富的使用经验。.2 变换工艺选择本装置采用粉煤气化工艺生产粗合成气，因粗合成气具有蒸汽分压高、硫含129、量较高、分压大的特点，适合采用耐硫变换工艺。耐硫变换较非耐硫变换有以下优点：（1）可以避免冷热病。采用粉煤气化工艺，工艺气含有一定的温度和大量的水蒸汽，采用耐硫变换不必将气体冷却，还可以利用其中的水蒸汽满足变换反应的需要，降低蒸汽耗量。（2）钴钼系催化剂具有有机硫加氢转化功能，可以有效降低有机硫含量。（3）钴钼系催化剂活性高，特别是低温活性要比铁铬系高得多，使用钴钼系催化剂可以降低催化剂装量，减小反应器体积。生产甲醇工艺变换方案的关键在于控制变换气中的CO含量，使其满足合成甲醇工艺气要求的(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.052.1的氢碳比。为了实现这个要求，变换方案可以有全气量、部分变130、换和部分气量、深度变换两种方案。全气量部分变换方案为所有的工艺气均经过变换反应器，变换气中CO含量的调节方式采用控制变换炉出口温度的方式控制；部分气量深度变换方案采用部分气体经变换反应器进行变换反应，部分气体经旁路去后系统，调节两股气体的比例来控制最终的CO含量。部分气量深度变换的优点是由于部分气体进变换炉，气量少，气体中水/汽比高（约1.4），变换反应推动力大，催化剂用量少，其中变换气体中的有机硫约95%以上可转化为H2S；通过调整入变换炉的气量调节变换气中H2/CO比，容易调整，变换炉及粗煤气预热器设备小，可以有效降低变换单元的投资。综上所述，本项目推荐采用宽温耐硫部分变换工艺，整个流程包131、括：合成气变换、热量回收和冷凝液回收。.3 变换催化剂选择目前，国内外Co-Mo系耐硫催化剂研制单位和生产厂家较多，根据催化剂使用的操作压力，分为小于2.5MPa和大于2.5MPa二大类，如上海化工研究院生产的B301及SB系列、湖北化学研究所生产的B302Q、B303Q等、齐鲁石化研究院生产的QCS-02及其系列，这些催化剂均使用在小于2.5 MPa压力的变换工艺中。而湖北化学所的生产EB-6、齐鲁石化研究院生产的QCS-01、QCS-04、英国Johnson Matthey公司生产的K8-11、K8-11/1等催化剂均使用在大于2.5 MPa压力的变换工艺中，这类催化剂适合本装置，下表将催132、化剂性能及使用业绩进行对比说明。表4-5 催化剂使用性能及业绩表催化剂EB-6K8-11QCS-01QCS-04生产厂家湖北化学所JM公司齐鲁石化院齐鲁石化院堆密度1.01.50.730.750.750.820.850.90适用压力5.0MPa10.0MPa10.0MPa5.0MPa已使用压力2.9MPa8.1MPa8.1MPa5.0MPa起活温度200200200180干气空速3500550035004500使用寿命3年5年4年3年价格5.5万元/m313万元/m310万元/m37万元/m3从上表可看出K8-11、QCS-01和QCS-04比较适合本装置。K8-11可使用在宽温变换和低温变换133、，国内最早引进的大型合成氨变换装置均采用K8-11，使用经验丰富。近几年，齐鲁化工研究院研究推出的QCS-01催化剂逐步替代国内大型装置引进的K8-11催化剂，已有较多的使用经验。因此，本项目宽温变换工艺催化剂从今后的运行费用节约的角度，选择QCS-01。QCS-04在国内耐硫低温变换工况已有成熟使用经验，本项目耐硫低变采用QCS-04较合适。 酸性气体脱除.1 工艺技术概况酸性气体脱除的任务是脱除变换气中H2S、少量有机硫和CO2。脱硫工艺一般有干法脱硫和湿法脱硫二种。干法脱硫一般采用固体脱硫剂脱除少量硫，属精脱硫范畴，有活性炭、改性活性炭和氧化锌等方法。湿法脱硫，属气体粗脱硫范畴，一般可分134、为物理吸收和化学吸收二种，常用的物理吸收方法有低温甲醇洗、NHD工艺等；常用的化学吸收方法有栲胶、ADA、MDEA工艺等。除了栲胶、ADA法外，其它的各种湿法脱硫工艺常常与脱碳一并考虑。目前，国内外所采用的脱碳工艺，根据操作过程的特点和机理，基本上分为以下三大类：（1）化学吸收法化学吸收法利用气体中CO2能与吸收剂中的活性组份起化学反应生成不稳定化合物，而热再生时不稳定化合物又分解出活性组份和CO2。常用的工艺有MDEA法、热钾碱法等。（2）物理吸收法物理吸收法利用气体中CO2能溶解于某些溶剂，并且在不同分压下有较大溶解度差异这一机理来脱除CO2。吸收溶剂一般为非电解质、有机溶剂或其它溶液。再135、生采用减压闪蒸及气提出酸性气。常用的工艺有碳丙法、Selexol法（国内称为NHD法）、低温甲醇洗法、NMP法等。（3）物理化学吸收法物理化学吸收是利用某些溶剂对CO2的吸收具有化学反应和物理吸收两种机理来脱除CO2。再生除减压闪蒸、气提外，还需热再生才能将酸气彻底释放出来。常用的工艺有MDEA法等。甲醇合成工序要求本工序，将变换气中的H2S、COS、CO2等脱除，使其H2S0.1ppm，CO2约2-4%(v)。在国内外大型工业化装置中使用脱硫、脱碳的工艺方法很多。而较常使用的有：MDEA脱硫脱碳，NHD（Selexol）脱硫脱碳、低温甲醇洗脱硫脱碳。采用何种酸性气体脱硫技术是根据原料气的性质136、和产品气的要求而选择不同方法。在本装置中脱除CO2气体采用物理吸收比较有利，这是因为化学吸收法中溶剂的循环量在活性组分浓度一定时与酸性气含量成正比，CO2的高含量会使溶剂循环量急剧增加，这将造成系统的操作能耗大大增加，经济上不合理；而物理吸收法中溶剂的循环量与原料气中被吸收气体的分压有关，因此，较高的操作分压有利于物理吸收。对于大型工业装置，减少溶剂循环量对降低能耗和操作费用十分重要。物理吸收法中按照吸收温度的不同，一般分为热法和冷法。热法中以Selexol工艺最为著名，冷法则以低温甲醇洗（通常称Rectisol）为代表。二者的技术说明如下：（一）NHD（Selexol）脱硫、脱碳工艺用聚乙二137、醇二甲醚溶液作吸收剂的气体净化过程，国外称为Selexol法，Selexol工艺是由Allied化学公司于六十年代开发的，1993年UOP公司取得Selexol技术许可证。Selexol于八十年代初开始从合成气中脱除CO2，以后发展为从气体中选择性脱除酸性气体。国内南京化工研究院于八十年代经过研究，获得了物化性质与Selexol相似的吸收溶剂组成，称之为NHD溶剂，1984年经化工部鉴定，确定为NHD净化工艺，在1993年建成第一套以Texaco造气、NHD脱硫、脱碳，年产8万t合成氨的工业化示范装置，变换气经NHD脱硫、脱碳后，净化气CO20.2%，总硫小于50ppm。目前，国内已广泛采用该138、工艺，已经建成淮南18万t/a合成氨、神木20万t/a甲醇装置等。NHD由于是国内技术，装置投资相对低一些，但受工艺自身的限制，装置的运行费用相对较高。NHD（Selexol）脱硫、脱碳工艺技术特点如下：（1）溶剂对CO2、H2S等酸性气体吸收能力强；（2）溶剂的蒸汽压低，挥发性小；（3）溶剂不氧化、不降解，有很好的化学和热稳定性；（4）溶剂对碳钢等金属材料无腐蚀性；（5）溶剂本身不起泡；（6）具有选择性吸收H2S的特性，并且可以吸收部分COS等有机溶剂；（7）溶剂无臭、无味、无毒，但价格较贵；（8）溶剂在常温下吸收，脱硫采用热再生，脱碳采用气提再生，热耗较低；（9）采用水力透平回收热量，减少139、溶液输送功耗；（二）低温甲醇洗（Rectisol）脱硫、脱碳工艺低温甲醇洗是50年代初德国Linde公司和Lurgi公司联合开发的一种气体净化工艺。该工艺以冷甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的优良特性，脱除原料气中的酸性气体。该工艺气体净化度高，选择性好，气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内分段、选择性地进行。低温甲醇洗工艺技术成熟，在工业上有着很好的应用业绩，被广泛应用于国内外合成氨、合成甲醇和其他羰基合成、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。低温甲醇洗脱硫、脱碳技术特点如下：（1）溶剂在低温下对CO2140、H2S、COS等酸性气体吸收能力极强，溶液循环量小，功耗少；（2）溶剂不氧化、不降解，有很好的化学和热稳定性；（3）净化气质量好，净化度高，CO220ppm，H2S0.1ppm；（4）溶剂不起泡；（5）具有选择性吸收H2S、COS和CO2的特性，可分开脱除和再生；（6）溶剂廉价易得，但甲醇有毒，对操作和维修要求严格；（7）该工艺技术成熟，目前全世界约有87套大中型工业化装置。该工艺需从国外引进。由于操作温度低，设备、管道需低温材料，且有部分设备需国外引进，所以投资较高；（8）低温甲醇洗溶剂在低温（-50）下吸收，含硫酸气采用热再生，回收CO2采用降压解吸，脱碳采用气提再生，热耗很低；虽然低温141、甲醇洗工艺投资较高，但电耗低、蒸汽消耗低，溶剂价格便宜，操作费用低。特别是脱硫的净化度高，对甲醇生产十分有利。.2 工艺技术方案的比较和选择表4-6 NHD工艺和低温甲醇洗工艺比较序号工艺方法名称低温甲醇洗NHD1工艺指标处理气量88000 Nm3/h88000 Nm3/h吸收压力3.1 MPa3.1 MPa吸收温度-26/-510-5原料气中CO2含量-40%（mol%）-40%（mol%）总硫含量-0.9%（mol%）-0.9%（mol%）净化气中CO2含量20ppm0.1%总硫含量0.1ppm99% （mol%）98.5% （mol%）2占地占地面积3000 m22800 m23气体损失142、气体损失净化损失约占总H2量的0.12%净化损失约占总H2量的0.4%4溶剂循环量溶剂循环量贫甲醇循环量在370m3/h左右贫NHD循环量在1150m3/h左右5溶剂一次充填量溶剂一次充填量甲醇一次充填量350m3左右NHD一次充填量320m3左右6新鲜水15 m3/h7公用工程消耗冷却水308m3/h374 m3/h电776 kWh1600 kWh蒸汽（0.5MPa）9 t/h19 t/h蒸汽（1.0MPa）1.5 t/h氮气7000 Nm3/h7000 Nm3/h氨冷量3*106 kcal/h1.7*106 kcal/h甲醇或NHD消耗约44kg/h约8.3kg/h8投资总投资约6300万143、元约5500万元由以上二种工艺技术特点及技术经济比较数据可以看出，从技术先进及公用工程消耗上采用低温甲醇洗工艺明显优于NHD工艺。因此，变换气的酸性气体脱除推荐低温甲醇洗工艺技术。目前，国外低温甲醇洗工艺国外有Linde工艺和Lurgi工艺二种流程，二者在基本原理上没有根本区别，而且技术都很成熟。两家专利在工艺流程设计、设备设计和工程实施上各有特点。国内大连理工大学经过近20 年的研究，也开发成功了低温甲醇洗工艺软件包，并获得了国内两项专利。（一）Linde低温甲醇洗工艺流程采用Linde的专利设备高效绕管式换热器，提高换热效率，特别是多股物流的组合换热，节省占地、布置紧凑，能耗较省；但高效绕144、管式换需要国外设计（可国内制造）。原料气进入低温甲醇洗装置后，喷入少量循环甲醇，防止气体结冰，避免系统阻塞。在甲醇溶剂循环回路中设置甲醇过滤器，除去FeS、NiS等固体杂质，防止其在系统中积累而堵塞设备和管道。一般采用氮气气提浓缩硫化氢，二氧化碳回收率70%。（二）Lurgi低温甲醇洗工艺流程由于没有中间循环甲醇提供冷量，吸收所需的冷量全部由外部供给；甲醇溶液吸收温度低，甲醇溶液循环量相对较大，相对于林德流程能耗稍高，吸收塔的尺寸也较大。系统冷量全部由外部提供，操作调节相对灵活。（三）大连理工大学低温甲醇洗工艺流程大连理工大学从1983年开始进行低温甲醇洗的工艺过程研究，在中石化和浙江大学的协145、助下1999年该项研究通过了中石化的鉴定，2000年获得了中石化科技进步三等奖，并且获得了国内两项专利申请。经改进后该技术采用六塔流程，与林德工艺相似，据介绍冷负荷和设备投资比林德工艺低10%。利用该项开发成果大连理工大学为国内采用低温甲醇洗工艺的8个厂进行了过程分析，为改进操作提出了有益的建议。同时该技术由大连理工大学提供工艺包，也被德州化肥厂国产化大化肥项目、渭河化肥厂20万吨/年甲醇等项目先后采用。考虑Linde与Lurgi二种低温甲醇洗工艺都非常成熟，尽管各有特点，但其消耗相差不大。大连理工大学低温甲醇洗工艺虽然技术指标不比国外技术差，同时近年在国内已有多个合成氨、煤制甲醇装置采用，因146、此，本项目净化工艺将在基础设计阶段详细论证后再最终确定，本可研报告选用大连理工大学的低温甲醇洗工艺。装置能力按60万吨/年甲醇系列规模配套。 硫回收硫回收工艺种类繁多，主要可分为两大类：一类是固定床催化氧化法，另一类是湿式氧化法。第一类主要代表是克劳斯（Claus）法，它是目前炼厂气、天然气加工副产酸性气体及其它含H2S气体回收硫的主要方法。其最大的特点是：流程简单、设备少、占地少、投资省、回收硫磺纯度高。林德（Linde）公司开发的Clinsulf法可以处理低H2S含量的酸性气体，H2S含量小于15%，最低可达37%（vol%），此工艺目前有多套工业化装置。鲁奇（Lurgi）的Sulfree147、工艺在世界范围内已有多套工业化装置，我国也引进了多套。该工艺与传统的克劳斯工艺接近，对原料气中H2S浓度有要求（25%）如果原料气硫含量偏低，整个装置出现低负荷运转，当负荷低于25%时，Sulfree装置便不能正常运行，因而总硫回收率受到影响。加拿大Delta公司的MCRC硫回收工艺是一种亚露点Claus转化，即改变了常规Claus反应的平衡条件，在低于硫的露点下操作，三级MCRC转化，硫回收率可达99%，它不仅是一种硫回收方法，也是较好的尾气净化方法；荷兰Comprimo公司开发的超级克劳斯硫回收工艺，一改以往单纯增加转化级数来提高H2S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148、催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，总回收率达99%以上，在国内外已有多套工业装置。第二类主要有国内的栲胶法，还有国外的LO-CAT工艺（空气资源公司开发）等。栲胶法在国内合成氨厂已普遍使用，操作经验丰富，但设备数量多、投资大，且尚无用于高CO2含量酸气的先例。本项目酸气中CO2含量较高，因此不适用此法。LO-CAT法工业化于1976年，该法流程简单。硫回收率高达99.85%，但容易起泡，引起堵塔等一系列操作问题，影响推广应用。典型的克劳斯装置通常由一个燃烧段和随后的二个或三个催化转化段组成，燃烧段由带有燃烧室的燃烧炉和废热锅炉组成，在燃烧段，克劳斯原料气中1/3的硫化氢按照下面的化学反应式燃烧149、生成二氧化硫，根据克劳斯平衡反应，SO2与剩余的H2S反应生成单质硫：3H2S+3/2O22H2S+SO2+H2O2H2S + SO23/2S + 2H2O在燃烧室典型的1200温度条件下，硫的转化率为6070%，由于原料气中含有CO2、NH3和烃类等杂质，因此，在燃烧段可产生许多副反应，反应后的气体离开燃烧室，进入废热锅炉冷却至160左右，回收热量产生蒸汽，以冷凝分离液硫，工艺气再经加热后，将在有克劳斯催化剂的反应器里利用催化剂使克劳斯平衡反应向生成硫的方向进行，以进一步提高硫的转化率。克劳斯反应段由工艺气加热器、催化反应器和硫磺冷凝器组成。硫磺在克劳斯反应器后冷凝分离，未反应的气体进入下一150、个催化反应段继续反应和生成硫，其反应过程如下：2H2S + SO23/2S + 2H2O对于H2S含量高的富酸性气，设有二个反应段的克劳斯装置理论上的回收率为96%，设有三个反应段的克劳斯反应段的克劳斯装置理论的上的硫回收率为98%，但在实际上，由于受到各种条件的限制，硫的回收率只能达到9497%。而H2S含量在25%（V）左右的酸性气，硫回收率将更低。造成硫回收率低的原因，除了催化剂失活外，主要受到以下几个方面因素的限制。（1）热力学因素限制了硫的转化率；（2）水汽含量增加，相应降低了工艺气中硫化氢和二氧化硫的浓度；（3）由于发生副反应，生成了一些难以转化的硫化合物；（4）对空气和酸气配比调151、节控制的局限和滞后。目前世界上硫回收率较高的硫回收装置一般都配有相应的尾气处理单元，这些先进的尾气处理单元或与克劳斯硫回收装置联合为一个整体装置，或单独成为一个贫酸气硫回收装置。目前先进的克劳斯尾气处理技术主要有：还原吸收、选择性氧化、内冷式反应器、亚露点、氧化吸收等。各工艺主要特点见下表。表4-7 克劳斯尾气处理技术工艺类型H2S浓度要求适宜的生产能力克劳斯段硫回收率总硫回收率技术来源是否满足环保要求相对投资%运行费用%工艺特点克劳斯二级20%20%100t/d95%99.8%国内能200高已建72100t/d装置，工艺连续，投资消耗较高，SO2排放20%10t/d96%99.5%国外可能1152、20较低已建7450t/d装置，要求使用高活性催化剂，有机硫完全水解，克劳斯段H2S/SO22，选择性氧化段空气过量，操作简单。亚露点(MCRC,sulfreen)5%10t/d96%99%国外可能125较低已建13500t/d装置，二、三级过程气采用时间程控周期性切换操作，要求使用高活性催化剂，有机硫完全水解，H2S/SO22，比率控制要求严格，操作控制要求高。内冷式反应器(Clinsulf-ssp)120%10t/d-99.6%国外可能125较低适用于10t/d的装置，采用内冷式反应器技术，时间程控周期性切换操作，要求使用高活催化剂，有机硫完全水解，H2S/SO22，比率控制要求严格，操作153、控制要求高。氧化吸收不限可作为硫回收装置的尾气洗涤装置-99.9%国内能较高该工艺处理Claus尾气，不回收硫磺。要求尾气经高温焚烧后全部转化为SO2，再采用Na2CO3或Ca(OH)2溶液吸收SO2,吸收液经空气氧化后生成石膏等副产品。液相直接氧化(ADA.PDS)不限液相硫回收装置-99.9%国内能最高采用脱硫溶剂选择性氧化吸收原料气中的H2S并将溶液中的H2S直接氧化成元素硫后分离出来，该法运行费用高,硫磺产品质量差。加氢还原吸收尾气处理是目前世界上公认的最彻底的制硫尾气处理工艺。加氢还原吸收工艺是将硫回收尾气中的元素S、SO2、COS和CS2等，在很小的氢分压和极低的操作压力下，用特殊154、的尾气处理专用加氢催化剂，将其还原和水解为H2S，再用醇胺溶液吸收，吸收H2S的富液经再生处理，富含H2S气体返回硫回收装置，经吸收处理的净化气中的总硫300 ppm。其特点可大致归纳如下：（1）在克劳斯硫磺回收界区的下游，将尾气预热、加氢还原，还原气急冷和H2S吸收、解析等4个工序组成一个相对的工艺界区。解析出的H2S气返回系统，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20%200%。（2）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155、气中硫的净化度，故上游装置只设置2个转化器，无需使用价格昂贵、操作条件要求高的有机硫水解催化剂。（3）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。通过上述分析，本项目硫回收装置推荐采用克劳斯加还原吸收法（SCOT）尾气处理的硫回收工艺，具有成熟可靠、装置硫负荷能力强、脱硫效率高（可达99.95%）的优点，尾气处理工艺可以保证尾气排放达到环保要求。 冷冻设置冷冻工序的目的是向低温甲醇洗提供冷量。冷冻装置是将制冷剂156、通过制冷压缩机及辅机由压缩、冷凝、节流、蒸发（提供冷量）四个过程组成制冷循环，为用户提供冷量。工业上常用的制冷剂有氨、丙烯等介质，其中溴化锂制冷常用于需要05冷量的场合，氨制冷技术常用于需要-5-35冷量的地方，丙烯制冷常用于需要-45以上冷量的场合。常用的制冷压缩机种类有往复式、螺杆式、离心式压缩机等。往复式压缩机单台制冷量小，能耗高，维修量大，占地大，价格也较高；螺杆式压缩机具有回转式运转和容积式压缩制冷的优点，制冷量可无级调解，运行平稳，操作方便，年连续运行可达8000小时；离心式压缩机制冷单台制冷量大，具有转速高，蒸发温度低，维护简单，占地面积小，能经济方便调解制冷量的优点。由于本项目157、蒸发温度低，操作工况多，制冷量需求大，因此，推荐采用离心式丙烯压缩机制冷技术。同时离心式压缩机采用蒸汽透平驱动，可以合理利用副产的蒸汽，有很好的节能效果。氨制冷压缩机制冷系统较为复杂，维护和维修工作量大，占地面积大，一次性投资高；丙烯离心式压缩机制冷系统简单，占地面积小，一次性投资低，因此本装置推荐采用丙烯离心压缩机制冷技术。为提高制冷循环的经济性，节约能源和制取低蒸发温度下的冷量，采用节能型双级离心式压缩制冷循环，工艺流程中带有“中间省功器”。采用省功器后，部分中间压力的低温气体补入压缩机的二级入口，起到了一次补气冷却的作用，从而达到节能的效果。另外，实行中间节流后，单位质量工质的制冷量增大158、，节省了丙烯蒸汽进入一级压缩的压缩功，达到了省功的目的。表4-8 项目所需冷量表序号用户蒸发温度冷冻量1低温甲醇洗工序-4026800 kW2低温甲醇洗工序05400 kW 合成气压缩合成气压缩机有往复式和离心式两种，流量小、升压高的场合通常采用往复式压缩机；而对大型生产装置，采用离心式压缩机更为合适。离心式压缩机与往复式压缩机相比，具有转速高，打气量大，易损件少，连续工作时间长，运行平稳，机组占地面积小等优点，国内外大型装置中普遍采用离心式压缩机。因此，本报告合成气压缩机选用离心式压缩机组。 甲醇合成.1 工艺技术概况目前世界上甲醇生产主要采用低压法（510 MPa），七十年代后国外新建的大159、中型甲醇装置全部采用低压法，低压法是大规模甲醇工业化装置的发展主流。各种甲醇工艺过程类似，主要区别在于反应器的设计、反应热的移走及回收利用方式的不同，另外所用催化剂亦有差异。甲醇合成系统包括合成气压缩（等压合成除外）、甲醇合成、热量回收、甲醇分离等。甲醇合成塔是核心设备，目前先进的合成塔主要有以下几种：（一）冷激合成反应工艺技术该技术也因其成熟可靠，结构简单，造价低而有愈多应用业绩。但因其出口甲醇浓度仅在4%左右，不能有效地回收反应热，故近年来，在大型甲醇装置中逐渐被等温式反应技术和气冷水冷联合反应器所取代。（二）Lurgi气水冷联合反应器技术Lurgi公司近年来在大型甲醇装置上运用了Mega160、集成化合成塔，用于年生产能力超过100万t/a的甲醇装置。为了实现大型化装置的单系列，鲁奇采用了Lurgi冷管塔和Lurgi管壳塔的串联组合结构，有效地综合了合成气生产和甲醇合成中的经济性和可靠性，其特点如下：（1）较其传统的等温列管式反应器相比，单程转化率明显提高，循环气量可降至前者的一半；（2）联合技术中水冷反应器的反应温度可大幅提高，t醇可产0.8t4.05.0 MPa中压蒸汽；（3）省略了原有的中间换热器，循环气量的减少，在降低循环压缩机功耗的同时，也降低了其规模及其它相关设备的尺寸，从而可使合成投资费用降低至原等温列管式反应器技术的40%；（4）单系列能力大，单系列能力可达7000吨161、/天规模。目前采用该技术建设的165万t/a甲醇装置已在特立尼达和多巴哥投产。国内大唐国际和神华宁煤50万t/aMTP项目均采用该技术，单系列生产能力为167万t/a，其中大唐国际项目将于2009年投料试车。（三）Davy的SRC径向产汽合成塔技术原料合成气由上到下径向通过装有催化剂床层的壳侧，通过控制蒸汽压力来控制催化剂的床层温度，达到接近等温的温度分布。此合成塔相当于一个垂直的立式管壳式换热器，催化剂装在壳与管之间，沸水则在管侧蒸发上升，原料气从上进入塔内催化剂床，反应气被外面的沸水冷却，使操作温度更接近最佳温度曲线，该反应器的特点是：（1）催化剂在壳侧有更高的催化剂容量同时易装载；（2）162、等温反应有利于提供催化剂寿命；（3）单程径向流的低压降低能耗；（4）反应器可副产1.52.5 MPa的低压蒸汽。Davy公司在特立尼达建设的甲醇由两台蒸汽上升式反应器串/并联流程组成的日产5400吨甲醇装置已于2005年10月投产。2006年12月包头神华煤化工有限公司与Davy公司签订了5500吨/日甲醇技术引进合同，采用两个合成塔耦合串并联。（四）等温合成反应器技术原料合成气经过两个催化剂床层，反应热被置于催化剂床层中的板式换热器移走，上床层气体从上到下轴向走向，锅炉给水在上床层底部进入，逆流副产中压蒸汽。按设计需要，上床层反应热可灵活的用于产汽、预热锅炉水或预热进料气。下床层为轴径向气气163、换热以保证低压降，进料气预热到上床层初始反应温度进入催化剂上床层反应。该反应器的特点是：（1）塔内操作温度与最佳温度曲线偏离小，单程转化率高合成塔效率高；（2）循环量小，动力消耗和公用工程消耗小；（3）设备尺寸相对较小，单台生产规模大。轴径向合成塔的缺点是催化剂筐需要更换，催化剂装卸复杂。优点是大型化的潜力大。轴径向合成塔的生产能力取决于塔的高度，合成塔过高造成催化剂装卸困难。一般塔高为16m，相应的生产能力为5000吨/天。上海焦化有限公司45万吨/年甲醇装置、新能能源有限责任公司60万吨/年甲醇、山东久泰能源（内蒙古）有限公司100万吨/年甲醇装置采用了Casale的IMC板间换热式甲醇合164、成技术。Casale承接的最大甲醇项目是伊朗正处于项目设计阶段的7000吨/日天然气制甲醇项目。（五）Topse绝热式甲醇合成塔Topse公司采用3台串联绝热式甲醇合成塔，在第一、第二甲醇合成塔出口设废热锅炉回收热量，第三甲醇合成塔出口气体预热第一甲醇合成塔的人口气体。Topse公司的绝热式甲醇合成塔与多段激冷式合成塔相比有以下特点：（1）较高的单程转化率。（2）较低的催化剂用量。（3）热量回收好。（4）设计简单，设备制造容易，便于运输。（5）单系列生产能力大。（6）缺点是设备台数多，流程复杂，投资较大。（7）要求在反应器之前设置保护床，对合成气进一步净化，使合成气中总硫小于510-9。（六）165、MHI/MGC管壳-冷管复合型SPC甲醇合成技术日本三菱重工（MHI）和三菱瓦斯（MGC）共同开发的SPC (Superconverter)甲醇合成器，相当于一个垂直的简单双套管换热器。催化剂装在内管和外管之间，沸水则在管壳间循环，原料气从下面进入内管，被加热后的气体进入催化剂床，反应气被外面的沸水冷却，同时被里面的气体冷却，使操作温度更接近最佳温度线。沿内管和外管流动的气流是相反的，合成气进入催化剂层的入口温度最高，在向出口流动时逐渐降低。该反应器反应温度随着反应进程而降低，反应温度曲线与最大反应速率曲线吻好最好，平衡温距小，单程转化率（甲醇出口浓度）高，与其它反应器相比，其具有如下特点：（166、1）单程转化率高，甲醇出口浓度可达其它反应器的1倍；（2）合成循环气量大幅降低，循环压缩机功耗也大幅降低，t甲醇综合能耗可降低9%以上；（3）单系列生产能力高，可达2500吨/天。（七）MRF多段径向流动甲醇合成技术日本东洋工程公司（TEC）开发出一种新型节能降耗的多段内冷式（间接冷却）径向流动（简称MRF）甲醇合成塔，该合成塔是一个立式圆筒形压力容器，由受压外壳、一个带中心管的催化剂筐以及与锅炉给水汽化总管和蒸汽集气总管相连接的立式锅炉列管（冷却管）组成。列管排列成若干层同心圆，垂直安装在催化剂床层上，合成气由中心管进入，然后径向流动通过催化剂层进行反应，反应后的气体汇集于催化剂筐与合成塔外167、壳之间的环形空间，由上部出去。锅炉给水从炉底进入冷却管，产生的蒸汽汇集到蒸汽集气总管，再从塔顶排出。MRF多段径向流动甲醇合成塔的结构与Davy径向流蒸汽上升式甲醇合成塔类似，主要特点如下：（1）气体径向流动，流道短，空速小，压降小。（2）合成气垂直通过锅炉列管表面，即使气体流速较低，床层与冷管之间的传热效率也很高。（3）单程转化率高，循环气量小。（5）锅炉列管的排列方式使反应温度几乎接近理想温度分布曲线，反应过程按最佳温度线进行，甲醇产率高，合成塔出口粗甲醇浓度高于8.5%。（6）及时有效地移走了反应热，床层温度稳定，催化剂用量少且在温和条件下操作，催化剂寿命长。（7）结构复杂，制造难度大；168、副产的蒸汽压力比管壳式塔副产蒸汽压力低，蒸汽利用困难；炉水在双套管内强制循环，循环泵功率较大，泵维修的工作量较大。（八）林达JW均温型甲醇塔技术管内为冷却介质，经总管分流到各换热管内，吸收管外催化剂反应热，汇总到上部各小集流管，上导管到上部小筒体内出塔，冷却介质可以是水或原料气，反应原料气由上部进入壳侧催化剂床层，反应气由底部出塔。独特的双U型冷管胆结构，使每两根相邻冷管内介质互为逆流，达到触煤层等温均温反应目的，温差低达10。该反应器一般用于中小型甲醇装置，国内使用该反应器的最大规模为20万吨甲醇/年，因此本项目不推荐使用。.2 工艺技术方案的选择上述各种甲醇合成塔都有工业化装置的业绩，各有169、优缺点，技术上都是成熟的，各种甲醇合成技术并不存在十分悬殊的先进性差异，目前技术的主要差别在于单系列装置生产能力的大型化及催化剂的性能两方面。目前已投产的最大规模甲醇装置为日产5400吨甲醇，位于特立尼达和多巴哥的Methanol Holdings Ltd.。该装置采用Davy公司SRC辐射式低压甲醇合成技术，单系列设置。此外，国内包头神华煤化工有限公司也于2006年与Davy公司签订了5500吨/天甲醇技术引进合同，采用两个合成塔耦合串并联。本项目为360万吨/年甲醇规模，推荐采用Davy公司SRC甲醇合成技术，设备可实现在国内制造，催化剂推荐可采用具有国际先进水平的XNC-98甲醇合成催化170、剂。 氢回收甲醇合成气驰放气中含有大量的氢气，目前工业上分离这部分氢气主要有膜分离法和变压吸附法。变压吸附法是利用吸附剂对混合气中各组分的吸附容量随着压力变化而呈差异的特性，由选择吸附和解吸再生两个过程交替切换的循环工艺，吸附和再生在相同的温度下进行。阀门的切换由微机自动控制完成，此法的特点是产品纯度高、回收率高、操作费用低；缺点是阀门切换频繁，因而对阀门的性能、自动控制的水平及可靠性要求高。膜分离法即中空纤维膜分离技术，此法是以中空纤维膜两侧气体的分压差为推动力，通过溶解扩散解析等步骤，产生组分间传递率的差异而实现气体分离的目的。膜分离法的特点是投资省、占地少、操作简单、开工率高，其氢气回收171、率和有效组分回收率略高于变压吸附法，但产品纯度较低，只能制取纯度90%左右的氢气。由于膜分离产品氢气已能满足本项目的要求，因此，本项目确定采用膜分离技术回收氢气。国内膜分离技术已有大量应用业绩，成熟可靠，技术来源确定为国内技术。 甲醇精馏甲醇装置精馏工艺有两塔流程和三塔流程之分。其比较如下表所示。表4-9 甲醇精馏两塔和三塔流程比较序号项目两塔流程三塔流程1相对投资比1.01.152相对能耗1.03流程简单较复杂4操作控制简单较复杂5占地较小较大6技术成熟程度现工业化实用技术现工业化实用技术两塔和三塔流程的工艺指标基本相当，主要区别在于热量的消耗。三塔流程由于采用双效精馏，因而降低了冷却水和热172、能的消耗，但设备投资较高且操作相对较复杂。两塔流程采用单效流程，冷却水和热能的消耗较高，但设备投资较低，操作简单，此两种工艺各有优缺点。三塔流程产品纯度高，能耗只有两塔流程的6070%，而投资只比其高15%左右，对于大型装置多采用三塔流程，而两塔流程则适合中、小型装置。本项目甲醇精馏建议选取三塔精馏工艺。 空分.1 工艺技术概况空分技术经过100余年的不断发展，现在已步入大型全低压流程的阶段，能耗不断降低。大型全低压空分装置整个流程由空气压缩、空气预冷、空气净化、空气分离、产品输送所组成，其特点是：（1）用高效的两级精馏工艺制取高纯度的氧气和氮气；（2）用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直173、接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量；（3）热交换器采用高效的铝板翅式换热器，使结构紧凑，传热效率高；（4）采用分子筛净化空气，具有流程简单、操作简便、运行稳定、安全可靠等优点，大大延长装置的连续运转周期。由于产品氧气的用户对氧气的压力有一定要求，纯氧又是一种强氧化介质，氧气的增压工艺常常成为研究的一个重点。氧的增压有两种方式，分别为氧气压缩机和液氧泵，即外压缩流程和内压缩流程。前者压缩介质为气氧，将出冷箱的低压氧气采用压缩机压缩到所需要的压力；后者压缩介质为液氧，将主冷凝蒸发器中的液氧采用液氧泵升压到所需要的压力，气化、复热出冷箱后直接送往用户。世界上大型空分制造厂比较著名的有德国林德公司（174、Linde）、美国空气产品和化学品公司（APCI）、法国空气液化公司（Air Liquide）等。法液空的分子筛吸附器是立式双层环形床结构，其余两家是卧式双层扁平床。冷箱内管道、容器材料一般都用铝合金，法液空是用不锈钢（板翅式换热器除外）。各公司对精馏塔的研究大多数致力于其结构、效率以及气液流向等方面，以减小塔径，降低塔高。过去精馏塔板多采用筛板塔，现开发了金属规整填料塔。我国主要的空分制造厂如杭州制氧机厂、四川空分设备厂、开封空分设备厂等与上述拥有世界一流技术的空分设备公司都建立了技术合作关系，能合作制造大型空分设备。.2 工艺技术方案的比较和选择空分装置的主要功能是向煤气化工序提供高压氧气175、向低温甲醇洗工序提供气提用氮气；提供整个项目所需各等级氮气以及仪表空气和工厂空气。（一）空分规模本项目甲醇装置总生产能力为180万吨/年（360万吨/年），拟采用航天炉气化工艺，要求使用纯度99.6%、压力6.5MPa.G的氧气161020.4Nm3/h；由于当地环保要求，项目锅炉须采用燃气锅炉，拟采用航天炉气化工艺制锅炉燃料气，需使用纯度99.6%、压力6.5MPa.G的氧气77320.6Nm3/h，合计需238340.988 Nm3/h氧气，具有氧气用量大、用氧压力高的特点。单系列60万吨/年需氧气量为51996.17Nm3/h，因此，本项目空分装置的规模为460000 Nm3/h能满足176、气化要求。本项目推荐选择供氧能力为60000 Nm3/h的空分装置四套分别对应各系列甲醇装置，同时满足煤制燃料气所需。（二）空分流程选择空分装置的氧气增压方案有内压缩流程和外压缩流程之分，它们的共同点都是采用全低压空气压缩、空气预冷、分子筛空气净化、深冷分离。不同点是内压缩流程采用液氧泵获得高压氧气；外压缩流程采用氧压机获得高压氧气。从能耗上看，相同制氧能力空分装置，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内压缩流程使用了空气增压机来提供系统的部分制冷量，理论上要多消耗3%的压缩功；但是空气增压机、液氧泵的效率比氧压机高，氧压机实际运行往往偏离其设计工况。两者实际的功耗是很接近的。177、从安全方面分析，尽管外压缩流程的使用也比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水平不断提高，但是统计数据表明，国内用户使用的氧压机（包括进口氧压机）有多台次发生过燃烧事故，而内压缩流程从未出现过类似事故。另外，由于内压缩流程使用了液氧泵，可及时抽走主冷凝蒸发器液氧中的液态烃，使得空分装置的运行更加安全、可靠。从投资上看，两种流程相接近，内压缩流程稍低一些。此外，使用液氧泵的内压缩流程比使用氧压机的外压缩流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。因此，本项目推荐液氧泵内压缩流程。（三）空分设备选择目前国外大型空分装置规模已达120000Nm3/h以上，国内已经投运的宝钢5#空分单机容量为70000178、Nm3/h，开封空分设备有限公司生产的德州40000 Nm3/h空分已经开车。2006年8月由杭州制氧机集团、沈阳鼓风机集团和杭州汽轮机股份公司联合设计制造的安庆石化48000 Nm3/h空分装置一次开车成功。杭州制氧机集团为中原大化甲醇制造的52000 Nm3/h空分已于2008年投产，同时为伊朗制造的两台63000 Nm3/h空分也将于近两年投产。目前国产46万级空分设备的主要性能参数和技术指标已与国外同步，部分指标已接近国际先进水平，如氧的提取率达9597%，氩的提取率可达7080%。国外空分装置先进、可靠，但投资较高，目前60000 Nm3/h的空分装置已经基本实现国产化。只要进口主要179、动设备和部分仪表，进一步保证装置的可靠性，从技术上来说是安全、可靠、先进的。（四）空分方案空分装置的主要功能是向煤气化工序提供高压氧气、向低温甲醇洗工序提供气提用氮气；提供整个项目所需各等级氮气以及仪表空气和工厂空气。设置全厂统一氮气管网，为全厂提供不同压力等级的氮气。设置全厂统一仪表空气、工厂空气管网，为全厂提供仪表空气和工厂空气。仪表空气要求常压露点-40。供氧方式采用液氧由液氧泵加压至一定压力后，经高压换热器气化复热后、送出空分装置进入管网。空分装置连续运转周期不少于二年。本项目采用四套60000Nm3/h的空分系统，产品方案如下：表4-10 空分产品方案（单位：Nm3/h）序号项目规格180、数量1氧气99.6%，7.0MPa2400002氮气99.99%，7.0MPa20003氮气99.99% 0.7MPa350004仪表空气0.7MPa，4011000 二甲醚装置.1 工艺技术概况二甲醚的主要生产方法有合成气一步法、甲醇法两种。而甲醇法又分为甲醇气相催化脱水法和液相催化脱水法。合成气一步法处于工业化探索阶段。甲醇气相催化脱水法和甲醇液相催化脱水法国外均有工业化生产装置；而甲醇气相催化脱水法由于其投资低、产品调整灵活、工艺简单、技术成熟可靠，是目前国外使用最多的二甲醚工业生产方法。国外拟建的大型二甲醚生产装置均采用甲醇气相脱水法。（一）合成气一步法以合成气（CO+H2）为原料，合181、成甲醇反应和甲醇脱水反应在一个反应器中完成，同时伴随CO的变换反应。其反应式为：2CO+ 4H22CH3OHCO + H2OCO2 + H22CH3OHCH3OCH3 +H2O总反应：3CO+3H2H3COCH3+ CO2新鲜合成气中的CO和H2的比例配成约11左右，与循环气混合后进入二甲醚合成反应器进行反应。反应压力2.010.0MPa，温度230290。合成气一步法的主要特点在于反应的优势，合成甲醇反应和甲醇脱水反应在一个反应器中完成，反应平衡常数大，反应生成的甲醇立即进行脱水反应生成二甲醚，克服了合成甲醇反应转化率低的弱点。合成气中CO单程转化率高，达40.075.0%。合成气一步法制二182、甲醚主要缺陷为：（1）原料利用率低在反应产物中二甲醚与CO2的比例约为11（分子比），即每生成1分子的二甲醚就要同时生成1分子的CO2。而二氧化碳利用价值是很低的。因此，以目标产品二甲醚计，合成气一步法的原料利用率很低，其原料利用率仅有51%，故其生产成本也相应较高。（2）催化剂使用寿命短迄今为止未找到同时对两个反应均有较好催化作用，且稳定性好的催化剂。这是技术突破的关键。现使用的复合型催化剂两种活性中心相互干扰，合成甲醇催化活性中心易被氧化而失活，因此催化剂使用寿命短。（3）反应产物分离困难反应产物的主要成分有CO、H2、CO2、二甲醚、甲醇、水等。首先要将未反应的CO、H2分离开来循环使用183、，由于CO2、二甲醚的沸点低，无法直接冷凝分离。按现有的技术只能采用吸收的方法，吸收剂为甲醇或甲醇水溶液，需要大量的吸收液循环，动力消耗大。而分离的更大难题是CO2与二甲醚的分离。为了避免外排的CO2带走大量的二甲醚，需采用精馏的方法进行分离。而由于在32以上无法冷凝，故无法使用循环冷却水，而只能用冷媒作为冷却介质，这样就需要消耗大量电力。由此可见，合成气一步法的反应产物分离流程复杂，能耗高。（4）大型化难度大合成气一步法的化学反应为强放热反应，且转化率高，而由于催化剂耐热限度和副反应增加等原因，反应温度又不能过高。因此反应器必然是换热式的，以便移走大量热量。这就决定了该反应器体积大，容积效率184、低。其大型化难度大于甲醇合成塔。因此合成气一步法工业化技术尚未成熟，按现有技术生产二甲醚，流程复杂，能耗高，投资高，生产成本高。合成气一步法的工业化还需要一些时间，待相关技术有所突破后才能实现。（二）甲醇液相催化脱水法甲醇液相催化脱水法（液相法）由硫酸法发展而来，而硫酸法生产二甲醚工艺是硫酸法生产硫酸二甲酯生产流程中的前半段生产工艺。原生产硫酸二甲酯的企业都拥有液相法技术。目前先进的液相法在硫酸法的基础上有了技术上的突破。如在反应器中加入其他添加物（如磷酸等），改变了反应器蒸发物料的相对组成，从而达到连续反应、反应产物连续蒸发的目的，实现了装置的连续生产、并基本解决了反应器无机酸催化剂的排放问185、题。甲醇脱水反应在液相、常压或微正压、130180下进行。其化学反应式如下：2CH3OHH3COCH3+ H2O液相法的优点在于反应温度低，而甲醇脱水反应为放热反应，故其甲醇在反应器中的单程转化率高，达90%以上。但反应在常压下进行，需要将产品从常压压缩至0.9MPa以上才能用循环冷却水冷凝液化，压缩电耗太高，其电耗比甲醇气相法高100kW.h左右。由于液相法反应器无法大型化、反应系统需采用耐腐蚀材料、反应器搅拌和二甲醚气体压缩投资高、电力消耗高，还有废酸处理等问题，造成液相法投资高、生产成本高。（三）甲醇气相催化脱水法甲醇气相催化脱水法是目前国内外使用最多的二甲醚工业生产方法。国内拥有该项技186、术并已工业化的有西南化工研究设计院和四川天一科技股份有限公司、山西煤化所、上海石油科学研究院等。国内技术与国外的丹麦Topse、日本东洋工程公司（TEC）、德国联合莱茵褐煤公司的生产方法大同小异。国外主要生产厂家有杜邦公司、阿克苏公司、德国联合莱茵褐煤公司等。催化剂为ZSM分子筛、磷酸铝或-Al2O3。甲醇脱水反应的化学反应式为：2CH3OHH3COCH3+ H2O主要副反应：CH3OHCO + 2H2H3COCH3CH4+ H2+ COCO + H2OCO2+ H2反应压力0.51.5MPa，反应温度230400，由于反应为放热过程，故甲醇单程转化率在7888%之间，DME选择性大于99%，187、该工艺可采用多种形式的反应器，由该工艺制得的DME产品纯度可达到99.9%，最高可达99.999%。其主要特点是工艺技术先进，成熟可靠，流程简单，自动化程度高，能耗低，产品质量高，易大型化，无设备腐蚀，“三废”排放近零，投资省，生产成本低。.2 工艺技术方案的选择甲醇气相催化脱水法和液相催化脱水法、合成气一步法相比，具有成熟可靠、流程简单、能耗低，易大型化，产品质量等优点，因此本项目选用甲醇气相催化脱水制二甲醚工艺技术。国内拥有该项技术并已工业化的有西南化工研究设计院和四川天一科技股份有限公司、山西煤化所、上海石油科学研究院等。目前拥有甲醇气相催化脱水制二甲醚生产技术，并准备在国内推广其技术的188、国外公司主要有丹麦Topse公司、日本东洋工程公司（TEC）。在传统甲醇气相催化脱水法的基础上，西南化工研究设计院和四川天一科技股份有限公司经过生产实践和延伸开发，取得了多项技术创新成果。与国外其它现有甲醇气相催化脱水法比较，有较大的改进和创新，处国际先进水平。表4-11 甲醇气相催化脱水二甲醚制工艺技术比较序号比较项目西南院和天科股份（A）丹麦Topse（B）日本TEC（C）备注1生产方法甲醇气相脱水甲醇气相脱水甲醇气相脱水2催化剂-Al2O3-Al2O3-Al2O33反应器结构多段冷激式，温升适中，甲醇单程转化率高，脱水反应选择性好绝热式，温升最高，甲醇转化率受影响，脱水反应选择性较低换热189、式，与（A）接近，但投资高（A）专利保护4原料（粗）精甲醇精甲醇精甲醇（C）能耗高5原料汽化部分汽化，节能全汽化全汽化（A）节能6未反应甲醇回收部分汽化，蒸汽消耗最低设甲醇提浓塔，精馏提浓后回收。有甲醇提浓塔及其配套设备的投资和蒸汽能耗设甲醇提浓塔，精馏提浓后回收。有甲醇提浓塔及其配套设备的投资和蒸汽能耗（A）蒸汽消耗最低，专利保护7反应尾气吸收吸收剂为甲醇水溶液，尾气带走甲醇量偏小，节能吸收剂为甲醇，尾气带走甲醇量偏大吸收剂为甲醇，尾气带走甲醇量偏大（A）最合理8工业化时间1994年1988年，最早2004年，泸天化为第一套工业化装置（C）工业化最晚9大型化业绩22套无1套10万吨以上工业化190、业绩73套1套2套10工艺技术先进性最先进尚可相当于（A）1994年水平（C）最落后11专有技术使用费最低偏高偏高（A）最低从上表比较结果看，西南化工研究设计院和四川天一科技股份有限公司的新工艺技术多方面都有一定优势。尤其是大型化业绩，由于该新技术采用独特的汽化塔结构和分离工艺，不设置用于回收未反应甲醇的甲醇提浓塔（专利技术）。汽化塔是设有2个进料口的提馏塔，原料甲醇从塔顶进料、回收甲醇从塔中部进料、水分从塔釜排出，塔顶无回流。汽化塔兼有原料甲醇汽化和回收甲醇提浓双重功能，而且原料部分汽化，汽化物料的甲醇的浓度比原料略高。这样既简化流程、减少投资，又有效地减少蒸汽消耗。每吨产品二甲醚的蒸汽消耗191、比国外其它同类技术低0.5吨以上，节能效果明显。根据以上分析，本报告推荐选用由西南化工研究设计院和四川天一科技股份有限公司共同开发的具有国际先进水平的甲醇气相催化脱水法制二甲醚新工艺技术。4.3 技术来源及引进范围根据上述工艺技术的选择，确定项目技术来源及引进范围如下：表4-12 主要项目技术来源及引进范围表序号项目选择技术技术来源引进范围1煤气化HT-L航天炉北京航天煤化工工程公司2空分内压缩流程国内空分设备制造厂或国外可靠技术3变换Co-Mo系宽温区耐硫变换工艺国内技术4气体净化低温甲醇洗技术大连理工工艺软件包5甲醇合成SRC甲醇合成技术Davy工艺软件包或基础工程设计6甲醇精馏三塔精馏技192、术国内技术7硫回收克劳斯+SCOT国内技术8二甲醚甲醇气相催化脱水天科股份4.4 工艺过程说明本项目工艺过程分为煤粉制备、煤气化、变换、低温甲醇洗、合成气压缩、甲醇合成、甲醇精馏、二甲醚合成与精馏等。工艺系统流程框图如下：图4-2 全装置工艺流程框图甲醇硫磺磨煤干燥原料煤煤气化低温甲醇洗精 馏二甲醚合成精馏变 换空 分硫回收CO2压缩/合成商品二甲醚O2低温甲醇洗燃料气去锅炉净化气各系统工艺过程按系统分述如下：4.4.1 煤粉制备气化用的原煤由原煤贮运系统送入磨煤机前碎煤仓中，通过称重给煤机加到中速磨机中磨粉，从燃气热风炉送来的热风与循环气在混合器中混合，加入调温风机送来的冷空气将热风调配到要193、求温度后，送入磨机将煤粉干燥，合格的煤粉吹入煤粉袋滤器中，分离下来的煤粉送入煤粉储仓中。煤粉储仓可贮存气化炉12h用量的煤粉。分离后的尾气经循环风机，部分循环至混合器，部分排入大气。干燥后的煤粉通过输送系统送至气化炉，输送系统主要由常压煤粉仓、煤粉变压锁斗、煤粉给料斗和煤粉输送管组成。在煤粉变压锁斗处于常压状态时，打开上阀使常压煤粉仓中的煤粉通过旋转给料器流入变压锁斗，料满后关闭上阀，通入高压N2加压至4.5MPa后，打开下阀使煤粉自流进入高压煤粉给料斗，卸完后关闭下阀，排出N2降至常压再重复上述过程。煤粉给料斗可贮存气化炉1h用量煤粉。煤粉给料斗中的煤粉用高压CO2经管道送往气化炉顶部喷嘴。194、制粉尾气经煤粉仓仓顶过滤器收尘后排入大气。分离下来的煤粉排入煤粉仓。碎煤仓设有仓顶袋滤器和排风风机，所有袋滤器均采用N2喷吹清灰。4.4.2 煤气化（1）气化工艺符合要求的煤粉与高压CO2一起进入气化炉顶部喷咀。预热后的氧气烧咀保护蒸汽，经炉顶喷咀送入炉内。在4.0MPa压力、1400左右高温下，煤粉发生部分氧化和气化反应，产生以（CO+H2）为主的粗煤气。原料中的矿渣在高温下熔融成液态渣沿炉壁流下，与粗煤气一起进入激冷室，在此，粗煤气被激冷到200左右，被水汽饱和后离开气化炉，经两级文丘里洗涤器和旋风分离器分离，除去煤气中的飞灰、氨等杂质，一部分进入CO变换装置，一部分进入燃料气净化装置。高195、温熔渣，沿水冷壁流入气化炉下部水池淬冷成“渣球”，炉渣在流入锁斗后定时排放，排出的炉渣经输渣机送至渣斗。废渣水，与经预处理的水混合，经泵加压和过滤后返回气化炉底部。气化炉渣池排出的部分水和炉渣排放及输送过程的灰水，经闪蒸罐闪蒸后至灰水处理单元。气化炉水冷壁内循环水产生低压蒸汽，送至全厂低压热力管网。（2）气化灰水处理气化炉底部排出的灰水和炉渣排放过程排下的灰水，先经过两级闪蒸罐除去所含的气体组分，闪蒸后的废液进入氰化物氧化罐除去氰化物，然后经沉淀槽和絮凝槽除去碳黑和细粒物等固体杂质。细粒和沉淀物去浓缩槽浓缩，经加压过滤得到滤饼，由汽车运出界区处理。除去固体杂质的过滤水和浓缩槽溢流的滤液水一起进196、入碱槽与NaOH中和，除去灰水中的溶解NH3。脱NH3后的灰水一部分返回气化装置，另一部分灰水进氨汽提塔进行汽提，氨由塔顶部排出，冷却成氨水后进储罐；汽提塔底部排出的水加入一定量盐酸调节到要求pH值后去全厂污水处理工段。 变换来自气化工段的水煤气分为两股，一股水煤气（约62%）进入原料气预热器与变换气换热后进入变换炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经原料气预热器与进变换炉的粗水煤气换热后进入中压废热锅炉副产4.0MPa蒸汽，降温后的变换气加热高温凝液后进入低压废热锅炉副产1.0MPa蒸汽，经第1水分离器分离冷凝液后进入低压余热锅炉副产0.5MPa蒸汽后197、一次经第2水分离器、脱盐水预热器、变换气水冷器、第5水分离器后与换热后未变换水煤气混合。另一部分未变换水煤气（约38%）进入低压废热锅炉副产1.0MPa蒸汽，经第3水分离器分离冷凝液后进入低压废热锅炉副产0.5MPa蒸汽，然后依次经锅炉给水预热器、第4水分离器、脱盐水预热器、水煤气水冷器、第6水分离器后与变换气混合后（CO含量约19%）送净化工序。第14水分离器分离出的高温冷凝液经变换气升温后送气化工段碳洗塔。第5、6水分离器分离出的低温冷凝液送汽提塔汽提，塔顶汽提气经顶部的塔顶冷凝器冷却分离后送硫回收装置，塔底的冷凝液经低温冷凝液泵升压后送至气化。 低温甲醇洗来自变换工段的变换气进入本工段，198、与循环气体混合，并在原料气中注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后，气体经原料气冷却器与洗涤塔出来的净化气、CO2膨胀塔塔顶出来的CO2气和从H2S浓缩塔出来的尾气换热降温，经水分离器分离出冷凝的甲醇、水混合物后，原料气从下部进入甲醇洗涤塔，与自上而下的贫甲醇逆流接触，脱除气体中的CO2、H2S和COS，塔顶出来的净化气经原料气冷却器回收冷量后送甲醇合成工段。从水分离器分离出的甲醇、水混合物经甲醇水分离塔给料加热器加热后进入甲醇水分离塔中上部。在甲醇洗涤塔上部，用来自热再生工段温度较低的贫甲醇液脱除CO2，在甲醇洗涤塔底部对H2S、COS进行吸收，CO2吸收的溶解热部分通过去下游的甲醇带走，再通过199、循环甲醇冷却器用来自H2S浓缩塔的冷甲醇液冷却循环甲醇及通过3#甲醇急冷器用丙烯冷却循环甲醇，带走部分热量。甲醇洗涤塔底部富含H2S甲醇通过甲醇换热器和1#甲醇急冷器分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液态丙烯冷却，经过冷却，这部分甲醇膨胀至中压进入1#循环气闪蒸罐闪蒸出来的H2。来自循环气闪蒸罐的闪蒸气经循环气压缩机压缩后，经压缩机后冷却器冷却，在进入原料气冷却器之前并入变换气中。来自甲醇洗涤塔的富含CO2甲醇，先经甲醇换热器和2#甲醇急冷器，分别被温度较低的甲醇和冷冻剂液态丙烯冷却，膨胀至中压进入2#循环气闪蒸罐，闪蒸后的闪蒸气再经1#循环气闪蒸罐进入循环气压缩机。来自2#循环气闪蒸罐的富含CO2200、的甲醇先膨胀进入CO2膨胀塔顶，在CO2膨胀塔中富含CO2甲醇液膨胀后产生无硫CO2气体。来自CO2膨胀塔的CO2气体经原料气冷却器回收冷量后进入尾气洗涤塔，由从上部喷入的脱盐水进一步除去含有的微量甲醇，CO2气体放空。从CO2膨胀塔中较低的升气管式塔板上抽出来的温度较低的甲醇液送H2S浓缩塔的中上部，来自CO2膨胀塔底部的富含H2S甲醇也进入H2S浓缩塔下段。为了提高装置H2S馏分的浓度，在H2S浓缩塔下部用来自空分工段的低压氮气对CO2进行气提，同时在塔的上部，用来自CO2膨胀塔顶部的另一股没有被用作CO2膨胀塔回流洗涤液的无硫甲醇对气提出来的H2S和COS进行洗涤。出H2S浓缩塔的尾气基201、本上不含硫，经原料气冷却器换热后与来自CO2膨胀塔的CO2气一起进入尾气洗涤塔进一步由脱盐水洗去其中含有的微量甲醇和H2S。从H2S浓缩塔升气管式塔板上抽出温度较低的甲醇液作为冷却剂先后用在3#贫甲醇冷却器、循环甲醇冷却器及甲醇换热器，在经过循环甲醇冷却器换热升温后进入甲醇闪蒸罐，闪蒸出来的闪蒸气进入CO2膨胀塔的底部与来与上部的甲醇逆流接触脱除闪蒸气的H2S组分。来自甲醇闪蒸罐的闪蒸液经CO2膨胀塔给料泵加压后进入甲醇换热器作为冷却剂，在此换热过程中产生的闪蒸气在进入CO2膨胀塔脱硫之前在CO2膨胀塔底部进行分离。从H2S浓缩底部出来的富含H2S甲醇经甲醇再生塔给料泵通过2#贫甲醇冷却器、1202、#贫甲醇冷却器进入甲醇再生塔。在甲醇再生塔中用甲醇再生塔再沸器加热产生的甲醇蒸汽及来自甲醇水分离塔的甲醇气提蒸汽，对富甲醇中所含的H2S及CO2进行完全解析，甲醇再生塔顶部气体经甲醇再生塔回流冷却器、酸性气换热器及甲醇再生塔回流冷凝器分别被冷却水、冷酸性气及丙烯冷却。冷凝液经H2S浓缩塔底部及经甲醇再生塔回流泵送回甲醇再生塔顶部。离开酸性气分离器的酸性气通过酸性气换热器加热后去硫回收工段。离开甲醇再生塔塔底经过再生的甲醇在1#贫甲醇冷却器中冷却到42左右，甲醇收集槽缓冲，再用贫甲醇泵送往甲醇洗涤塔。贫甲醇经水冷却器、2#贫甲醇冷却器、3#贫甲醇冷却器分别与冷却水及温度较低的富甲醇换热冷却，一小203、部分再生甲醇注入原料气中。来自水分离器的甲醇和水混合物冷凝液经甲醇水分离塔给料加热器加热，送入甲醇水分离塔，通过蒸馏将水和甲醇进行分离。该塔由甲醇水分离塔再沸器进行加热，塔顶甲醇蒸汽送甲醇再生塔，水作为废水排出，送往污水处理系统。甲醇水分离塔所需的回流甲醇由甲醇再生塔再生甲醇提供，通过甲醇水分离塔给料泵，经甲醇水分离塔给料加热器冷却后入塔。大部分循环的再生甲醇，通过甲醇粗过滤器除去甲醇循环系统中的固体及其它颗粒。甲醇粗过滤器位于甲醇再生塔给料泵的下游。进入甲醇水分离塔的所需的回流甲醇在进入甲醇再生塔之前要经过甲醇过滤器进行进一步的过滤以除去固体及其它颗粒。为了增加去硫回收工段H2S组分的浓度，204、一部分来自酸性气分离器的酸性气体循环进入H2S浓缩塔的下部。循环的CO2离开H2S浓缩塔塔顶，同时循环H2S用甲醇进行洗涤。为搜集排放甲醇，配置有甲醇排污系统，各个支管将所有导淋排放甲醇的设备连接总排放甲醇槽。 冷冻从低温甲醇洗来的丙烯（-40），压力约为0.12 MPa，进入丙烯分离器，将气体中的液滴分离出来后进入离心式制冷压缩机一段进口，经2级压缩后，气体压力升到1.9 MPa，温度为97，然后进入丙烯冷凝器。丙烯蒸气通过对冷却水放热冷凝成液体后，靠重力排入丙烯贮槽。丙烯液体温度-40，送低温甲醇洗装置进行蒸发制冷。 硫回收（1）克劳斯硫回收来自甲醇装置的酸性气与尾气再生酸性气混合后，一部205、分进入制硫燃烧炉火嘴，在炉内根据制硫反应需氧量，通过比值调节和H2S/SO2在线分析仪反馈数据严格控制进炉空气量。过程气经制硫余热锅炉发生1.0 MPa.G饱和蒸汽回收余热，过程气温度降至300左右，再经一级冷凝冷却器发生0.35MPa.G饱和蒸汽回收余热，过程气温度降至160左右并回收其中的液硫；根据反应温度要求，一级冷凝冷却器出来的过程气经高温掺合阀与制硫燃烧炉后部的一部分高温气流混合升温，并与另外一部分原料酸性气混合进入一级转化器，在催化剂的作用下，过程气中的H2S和SO2进行Claus反应，转化为元素硫，自一级转化器出来的高温过程气进入过程气换热器管程，与自二级冷凝冷却器出来的过程气换206、热后，再进入二级冷凝冷却器，过程气经二级冷凝冷却器发生低压饱和蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫捕集分离后进入液硫池；由二级冷凝冷却器出来的过程气再经过程气换热器壳程加热后进入二级转化器，使过程气中剩余的H2S和SO2进一步发生催化转化，二级转化器出口过程气经三级冷凝冷却器发生低压饱和蒸汽并使元素硫凝为液态，液硫被捕集分离进入液硫池；尾气经尾气分液罐分液后进入尾气处理部分。（2）尾气处理和尾气焚烧由尾气分液罐出来的制硫尾气，经尾气加热器，与尾气焚烧炉后的高温烟气换热、混氢（释放气）后进入加氢反应器，在加氢催化剂的作用下SO2及COS等被加氢水解，还原为H2S。进入加氢反应器的H2量是根据加氢反应器后207、的在线氢分析仪给出的H2浓度信号进行调节的。从加氢反应器出来的气流经蒸汽发生器发生低压饱和蒸汽回收热量后进入尾气急冷塔，与急冷水直接接触降温。塔底急冷水经过经急冷水循环泵升压、过滤器过滤、急冷水冷却器冷却后重新打入塔内循环使用，因尾气温度降低而凝析下来的、多余的急冷水送至酸性水汽提装置处理。急冷降温后的尾气自塔顶出来进入尾气吸收塔，用胺液再生部分贫液泵送来的甲基二乙醇胺溶液吸收其中的H2S，尾气吸收塔顶出来的净化气进入尾气焚烧炉燃烧，在尾气焚烧炉内，净化气中残余的H2S被燃烧为SO2，烃类分解成CO2和H2O，高温烟气经蒸汽过热器、尾气加热器和尾气废热锅炉回收余热后由烟囱排放。尾气吸收塔使用后208、的富液用富胺液泵送返胺液再生部分进行溶剂再生：富液经过贫富液换热器升温后进入溶剂再生塔再生，溶剂再生塔的热源由硫回收部分产生的低压饱和蒸汽和部分中压饱和蒸汽通过塔底重沸器提供，凝结水经凝结水回收器至全厂凝结水管网加以回收。溶剂再生塔顶的气体经过再生塔顶空冷器冷凝冷却，凝液作为塔顶回流，不凝气返回硫回收部分制硫；塔底贫液经过贫富液换热器降温后进入贫胺冷却器冷却后进入溶剂储罐，再经贫胺液泵升压，经胺液过滤器过滤后至尾气吸收塔循环使用。（3）液硫脱气和液硫成型硫回收部分生产的液体硫磺进入液硫池，通过往液硫中注入氨气并用液硫脱气泵将液硫循环喷洒，溶于液硫中的硫化氢逸出，用吹扫氮气及蒸汽喷射器将废气抽送209、至尾气焚烧炉焚烧。脱气后的液体硫磺用液硫提升泵送至液硫成型机冷却固化为半圆形固体硫磺颗粒，经过传送带进入硫磺包装码垛机，自动称重，包装、码垛后运入硫磺库棚存放，产品外运出厂。 合成气联合压缩来自低温甲醇洗工序的新鲜合成气，经进口分离器分离夹带的液滴后与来自氢回收装置的富氢气混合后进入合成气压缩机一级入口，加压后经冷却、分离再进入二级入口。从甲醇合成系统来的循环气，经循环气分离器分离夹带的液滴后进入压缩二级，与新鲜合成气混合，经压缩机二级加压后，出口压力约8.0MPa，不经冷却直接送甲醇合成系统。为了防止压缩机出现喘振，分别从压缩机一级出口管线上引出一根新鲜合成气管道到压缩机一级新鲜合成气进气管210、道上和从压缩机二级出口管线上引出一根混合合成气管道到压缩机循环气进口管道上，回路管线上设回路冷却器以将返回的气体冷却到40以下。当压缩机进气流量低于某一流量值时，防喘振回路中的调节阀自动打开，控制返回的气体量，以满足防止压缩机喘振的要求。压缩机靠蒸汽透平驱动，蒸汽透平采用凝汽式，动力蒸汽为9.8MPa/540的过热蒸汽。过热蒸汽经蒸汽透平后减压、并经透平后的表面冷凝器冷凝后经泵送至锅炉给水站除氧槽水箱作为锅炉给水使用。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的目的。 甲醇合成来自合成气压缩系统的合成气（入塔气）被甲醇合成塔出口的热反应气加热后进入预转化器，出预转211、化器的气体进入辐射式合成反应器进行甲醇合成反应。该反应器为蒸汽上升式，气体由中心管进入径向辐射段入触媒床，反应热由分布在触媒床中管束内的锅炉水移出并进入汽包产生2.2MPa饱和蒸汽。出反应器的合成气经换热、水冷分离粗甲醇后进入循环压缩机压缩后返回合成系统，一部分作为弛放气排出以调节合成系统内的惰性气体含量，弛放气送膜分离装置回收氢气，粗甲醇送中间罐区。 甲醇精馏从甲醇合成闪蒸槽来的粗甲醇进入精馏系统。精馏系统由预精馏塔、加压塔、常压塔组成。预精馏塔塔底出来的富甲醇液经加压至0.8 MPa、80，进入加压塔下部，加压塔塔顶气体经冷凝后，一部分作为回流，一部分作为产品甲醇送入贮存系统。由加压塔底出212、来的甲醇溶液自流入常压塔下塔进一步蒸馏，常压塔顶出来的回流液一部分回流，一部分作为精甲醇经泵送入贮存系统。常压塔底的含甲醇的废水送入磨煤工段作为磨煤用水。在常压塔下部设有侧线采出，采出甲醇、乙醇和水的混合物，由汽提塔进料泵送入汽提塔，汽提塔塔顶液体产品部分回流，其余部分作为产品送至精甲醇中间罐区。汽提塔下部设有侧线采出，采出部分异丁基油和少量乙醇，混合进入异丁基油贮槽。汽提塔塔底排出的废水，含少量甲醇，进入沉淀池，分离出杂醇和水，废水由废水泵送至废水处理装置。 空分装置本装置工艺为分子筛净化空气、空气增压、氧气和氮气内压缩流程，带中压空气增压透平膨胀机，采用规整填料分馏塔，全精馏制氩工艺。原料213、空气自吸入口吸入，经自洁式空气过滤器除去灰尘及其它机械杂质。过滤后的空气进入离心式空压机经压缩机压缩到约0.57 MPa，然后进入空气冷却塔冷却。空气自下而上穿过空气冷却塔，在冷却的同时，又得到清洗。冷却水为经水冷塔冷却后的水。经空冷塔冷却后的空气进入切换使用的分子筛纯化器空气中的二氧化碳、碳氢化合物和水分被吸附。分子筛纯化器为两只切换使用，其中一只工作时，另一只再生。纯化器的切换周期约为8小时，定时自动切换。净化后的空气抽出一小部分进入螺杆压缩机压缩，作为仪表空气和工厂空气用，其余空气分成两股，一股直接进入低压板式换热器，从换热器底部抽出后进入下塔。另外一股进入空气增压机，然后进入高压板式换214、热器，冷却后进入低温膨胀机，膨胀后空气进入下塔精馏。高压空气进入高压板式换热器，冷却后经节流阀节流后进入下塔。空气经下塔初步精馏后，获得液空、纯液氮和污液氮，并经过冷器过冷后节流进入上塔。经上塔进一步精馏后，在上塔底部获得液氧，并经液氧泵压缩后进入高压板式换热器，复热后出冷箱，进入氧气管网。预留液氧抽口。在下塔顶部抽取的液氮，大部分经高压液氮泵压缩后进入高压板式换热器，在其中被气化复热后送至用户，其余液氮经过冷器过冷后出冷箱，进入液氮贮罐，作为事故用氮气。从上塔顶部得到低压氮气，经过冷器、高压板式换热器复热后出冷箱，进入产品氮压机。从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复215、热出冷箱后分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气去水冷塔。从上塔中部抽取一定量的氩馏份送入粗氩塔，粗氩塔在结构上分为两段，第二段氩塔底部的回流液经液体泵送入第一段顶部作为回流液，经粗氩塔精馏得到99.6% Ar，2ppm O2的粗氩，送入精氩塔中部，经精氩塔精馏在精氩塔底部得到纯度为99.999%Ar的精液氩作为产品抽出送入贮槽。 燃料气脱硫净化来自煤气化工段的水煤气经冷却到常温后并注入防止结冰及形成水合物的贫甲醇后，进入独立的低温甲醇洗涤塔下部，与自上而下的贫甲醇逆流接触，脱除气体中的H2S和COS，塔顶出来的净化气经原料气冷却器回收冷量后送锅炉作燃料。216、冷甲醇富液去净化工段低温甲醇洗工序再生。4.5 消耗定额表4-13 甲醇装置消耗定额序号名称规格单位小时耗量吨甲醇单耗一原材料及辅助材料1原料煤t348.9351.5272氧气99.60%Nm3238340.9881043.2453溶剂甲醇kg141.0000.6174变换催化剂kg9.0000.0395甲醇合成催化剂kg11.2800.0496硫回收催化剂kg0.7200.00327石灰石t2.9230.0138添加剂、絮凝剂、分散剂t3.3080.0149烧碱42%kg15.7600.06910氨水t0.5750.002511分子筛13Akg6.600.0289二公用工程1燃料煤t113.217、4770.4972电10kV/380VkWh44385.000194.2783新鲜水0.42MPat1847.0008.0854脱盐水t45.6920.2005锅炉给水t822.4613.6006循环冷却水0.45MPa，t=10t62574.566273.8967高压蒸汽9.8MPa，540t801.0773.5068中压蒸汽2.2MPa，过热t45.6920.2009低压蒸气1.0MPa，饱和t354.6921.55310低压蒸气0.5MPa，饱和t91.3850.40011仪表空气0.5MPa 40Nm38350.83836.55312工厂空气0.5MPa 40Nm35780.07025218、.30013氮气Nm331893.194139.600表4-14 二甲醚装置消耗定额序号名称规格单位小时耗量吨耗备注一辅助材料1甲醇甲醇（100wt%）计t228.4611.412催化剂专用kg8.1070.05二公用工程1电10kV/380VkWh1297.1548.002新鲜水0.42MPat195.0001.20循环水补水3循环冷却水0.45MPa，t=10t10539.37765.004中压蒸汽2.2MPa，220t129.7150.805仪表空气0.5MPa，40Nm3518.8628.00表4-15 全厂物料消耗序号名称规格单位小时耗量吨二甲醚单耗一原材料及辅助材料1原料煤t348219、.9352.1522变换催化剂kg9.0000.0563甲醇合成催化剂kg11.2800.0704硫回收催化剂kg0.7200.0045石灰石t2.9230.0186添加剂、絮凝剂、分散剂t3.3080.0207烧碱42%kg15.7600.0978氨水t0.5750.0049分子筛13Akg6.600.04110二甲醚催化剂kg8.1070.050二公用工程1燃料煤t113.4770.7002电10kV/380VkWh45682281.7383新鲜水0.42MPat2042.00012.594三副产1硫磺t-0.416-0.0034.6 设备方案4.6.1 主要工艺设备规格（1）磨煤机棒磨煤220、机，数量13台单台磨机额定出力65 t/h（2）空分装置产氧量：60000 Nm3/h氧气纯度：99.6 %压力：8.3MPa.A轴功率：44000 kW数量：4套（3）HT-L粉煤加压气化炉规格：3200/3800数量：7开2备（4）洗涤塔板式塔 3000 H=21300mm数量：9+4台（5）变换炉280014000mm数量：9台（5）克劳斯反应器一级/二级克劳斯反应器，催化剂床层数量：3台（6）丙烯制冷压缩机结构型式：离心式 单缸段5级叶轮制冷介质：丙烯蒸发/冷凝温度： -40/0一段进口压力： 0.12MPa.A排气压力： 1.9MPa.A轴功率： 20000 kW数量：3台（7）甲醇221、合成联合压缩机离心式、蒸汽透平驱动进气压力： 5.0 MPa循环气进气压力： 7.8 MPa排气压力： 8.3 MPa轴功率： 18500 kW数量：3台（8）甲醇合成塔采用SRC甲醇合成技术，设计压力8.9 MPa，国内制造，催化剂采用XNC-98甲醇合成催化剂数量：3台（9）甲醇储罐15000m3内浮顶罐数量：6台（储存10天计）（10）二甲醚反应器二段冷激绝热式，20万吨/年规模反应器直径为3000，50万吨/年规模反应器直径为4000，设计压力1.2MPa数量：20万吨/年规模1台，50万吨/年规模2台（15）二甲醚储灌5000m3球罐6台（储存5天计） 进口设备分交方案本项目设备分交222、方案以可靠、稳妥为原则，国内设备制造能力完全能满足工艺生产的要求，全部为国产化，专利设备、国内不能制造或没有运行业绩的设备，采用进口方案。最终设备配置方案将在设计阶段与国内外设备制造厂家进行充分的技术交流和调研后确定。甲醇装置主要引进设备或材料如下表所示：表4-16 主要进口设备表序号进口设备名称技术规格台（套）材质备注1空气压缩机/增压机组（蒸汽透平驱动）42增压透平膨胀机43高压氧换热器84高压液氧泵85渣阀216激冷环97高压氮气压缩机隔膜式4组合件8贫甲醇泵69丙烯制冷压缩机离心式3组合件4.6.3 工艺设备一览表根据技术选择确定的工艺技术初步提出，随着技术交流和商务谈判的进行，技术来223、源和设备方案有可能发生变化，因此，下面仅列出现阶段确定的关键和主要设备。表4-17 煤气化工段主要设备表序号名 称 及 规 格单位数量材料备 注一备煤1磨煤机65t/h湿式溢流型棒磨机台9+4CS2磨煤机出料槽泵 H=160m台9+4二气化1气化炉 3200/3800台9SS/CS/ASHT-L2工艺烧嘴台9AS3破渣机台6+2CS旋转式4激冷水泵 H140m台27SS离心泵5锁斗循环泵 H60m台18组合件离心泵6渣池泵 H55m台9组合件离心泵7烧嘴冷却水泵 H200m台9CS离心泵8洗涤塔 3500 H21300台9+4CS/SS筛板塔9氧气缓冲罐台4CS/SS10烧嘴冷却水槽 2800224、 V34m3台4CS11事故激冷水罐 2600 V32m3台4CS12锁斗 2600 V35.8m3台9CS13锁渣冲洗水罐 2400 V42m3台9CS14渣池 1000036003800台9CSSS方形槽15扒渣机台9CSSS16氮气压缩机台4组合件17高压氮缓冲罐916Mn三灰水处理1高温热水器台9SS2低温热水器台9SS3低温分离器台9CS4澄清槽 23000台4CS5灰水加热器 1200台9CS/SS6真空带式过滤机台4组合件7高压灰水泵台9+4组合件离心式8低压灰水泵 H80m台9组合件离心式9真空泵 H35m台9组合件蒸汽喷射、水环式表4-18 变换工段主要设备表序号名 称 及 225、规 格单位数量材料备 注1变换炉台9SA387332换热器/蒸汽过热器台6CS+CS/SS323废热锅炉I台6CS/SS324废热锅炉II台6CS/SS325废热锅炉III台613MnNiMoNbR+316326低压废锅台613MnNiMoNbR+316328汽提塔台331表4-19 低温甲醇洗工段主要设备表序号名 称 及 规 格单位数量材料备 注1甲醇洗涤塔台3+1SA203GrE/304材料引进2H2S浓缩塔 台3SA203GrE/304材料引进3甲醇再生塔台316MnR/304SS4甲醇水分离塔台316MnR/304 SS5水分离罐台316MnR/321SS61#循环气闪蒸罐台316Mn226、DR72#循环气闪蒸罐台316MnDR8甲醇收集罐台316MnR9酸性气分离器台3SS10回流液罐台3SS11甲醇闪蒸罐台316MnDR12排放甲醇收集槽台30Cr18Ni913甲醇水分离器进料塔分离器台316MnR14闪蒸气循环压缩机台3引进15原料气冷却器，绕管式台30Cr18Ni10Ti16循环甲醇冷却器，绕管式台30Cr18Ni10Ti17甲醇换热器，绕管式台30Cr18Ni10Ti181#贫甲醇冷却器，绕管式台30Cr18Ni10Ti192#贫甲醇冷却器，绕管式台30Cr18Ni10Ti203#贫甲醇冷却器，绕管式台30Cr18Ni10Ti21浓缩塔甲醇泵台6组合件22解析塔给料泵台227、6组合件23再生塔给料泵台6组合件24贫甲醇泵台6组合件引进25甲醇水分离塔给料泵台6组合件26甲醇再生塔回流泵台6组合件表4-20 冷冻工段主要设备表序号名 称 及 规 格单位数量材料备 注1丙烯制冷压缩机 -40/0台3引进2丙烯冷凝器台316MnR3丙烯储槽台316MnR表4-21 甲醇合成和精馏工段主要设备表序号名 称 及 规 格单位数量材料备 注1合成气净化器台32甲醇合成反应器台33汽包台34合成气热交换器台35粗甲醇冷凝器台3空冷6粗甲醇分离器台37粗甲醇过滤器台38粗甲醇冷凝器台3水冷9合成气压缩机台310预精馏塔 4250台316MnR /CS+SS11加压精馏塔 5600 228、台316MnR /CS+SS12常压精馏塔 7300台316MnR /CS+SS13预塔回流槽台3CS14加压塔回流槽台3CS15常压塔回流槽台3CS16预塔再沸器台617加压塔再沸器台618加压塔进料泵台6+3CS/304SS19预塔回流泵台6CS/304SS20加压塔回流泵台6CS/304SS21常压塔回流泵台6CS/304SS22碱液泵台6CS/304SS23预塔回流槽台316MnR24加压塔回流槽台316MnR25常压塔回流槽台316MnR26配碱液槽台3SS27膜分离套328吸附塔台123429加热器台330产品气缓冲罐台331解析气缓冲罐台632甲醇储罐台6表4-22 硫回收工段主229、要设备表序号设备名称单位数量材料备注1尾气急冷塔台3C.SS.S填料塔2尾气吸收塔台3C.SS.S板式塔3溶剂再生塔台3C.SS.S板式塔4制硫鼓风机台6离心机5尾气炉鼓风机台6离心机6一级转化器台3C.SS.S固定床7二级转化器台3C.SS.S固定床8加氢反应器台3C.SS.S固定床9尾气分液罐台3C.S10循环气缓冲罐台3C.S11再生塔顶回流罐台3C.S12溶剂配置罐台3C.S13液硫脱气泵台6离心泵14液硫提升泵台6离心泵15成型冷却水泵台6离心泵16急冷水循环泵台6离心泵17富胺液泵台3离心泵18贫胺液泵台6离心泵19再生塔回流泵台6离心泵20胺液配置泵台3离心泵21制硫燃烧炉台3圆230、筒炉22尾气焚烧炉台3C.S圆筒炉23制硫余热锅炉台3C.S柔性管板24一级冷凝冷却器台3C.S固定管板25三级冷凝冷却器台3C.S固定管板26二级冷凝冷却器台3C.S固定管板27尾气加热器台3C.S固定管板28尾气废热锅炉台3C.S柔性管板29蒸汽过热器台3C.S固定管板30贫-富液换热器台6C.S浮头式31再生塔底重沸器台3C.S+S.SU形管32贫液冷却器台6C.S+S.S板式33急冷水冷却器台6C.S+S.S板式34再生塔顶空冷器台6C.S+S.S35成型循环水冷却器台3C.S+S.S板式36硫磺成型机台6C.S+S.S钢带成型37急冷水过滤器台3S.S38贫胺液过滤器台3S.S表4-231、23 空分装置主要设备表序号名 称规格数量（台、套）材料备注1空冷塔4200/47003CS/SS2水冷塔47003CS3空气冷却器316MnR4蒸汽加热器立式、翅片管式35水冷却器管式36高压氧换热器绕管式67低压氧换热器铝制板翅式128高压氧气汽化器水浴式39高压氮气汽化器水浴式310中压氮气汽化器水浴式311分子筛吸附器42006CS12空气过滤器313空气压缩机/增压机组3CS/SS引进14膨胀机3CS/SS引进16循环水泵6CS17冷冻水泵6CS18液氧泵6引进19液氮泵620冷箱321液氮储槽3CS/SS22液氧储槽3CS/SS表4-24 二甲醚装置主要设备表序号设备名称主要规格数232、量材料备 注1气体换热器立式列管式固定管板3CS2甲醇预热器I卧式列管式固定管板3CS3粗甲醚冷凝器卧式列管式固定管板3CS4精馏塔再沸器I立式列管式固定管板3CS5精馏塔再沸器II立式列管式固定管板3CS6精馏塔冷凝器卧式列管式固定管板3CS7废水冷却器卧式列管式固定管板3CS8粗甲醚分离罐卧式椭圆形封头3CS9汽提塔再沸器I立式列管式固定管板3CS10汽提塔再沸器II立式列管式固定管板3CS11反应器立式椭圆形封头三段冷激式3SS12汽化塔板式塔3CS13洗涤塔不锈钢填料3CS14精馏塔板式塔3CS15精馏塔釜液贮罐卧式椭圆形封头3CS16甲醚回流罐立式椭圆形封头3CS17二甲醚贮罐500233、0m3球罐616MnR18精馏塔进料泵屏蔽泵3+3组合19甲醚回流泵屏蔽泵3+3组合20洗涤塔釜液泵屏蔽泵3+3组合21釜液输送泵屏蔽泵3+3组合22二甲醚装车泵屏蔽泵3+3组合4.7 自控技术方案4.7.1 设计范围本项目的主要设计内容包括：气化、净化、甲醇合成、二甲醚、锅炉、空分、空压站及全厂的公用工程等装置的过程控制。4.7.1 自动化水平根据甲醇、二甲醚生产装置检测点和控制回路数量、全厂自动化水平要求和社会发展的情况，生产装置过程控制系统设置情况为：采用分散型控制系统（DCS）对甲醇、二甲醚装置和配套的公用工程装置生产实施过程检测、数据处理、过程控制、计量管理、用电设备状态显示等，以提234、高全厂自动化水平、减轻劳动强度，降低生产成本。根据生产装置的安全度等级，拟采用安全仪表系统（SIS）对装置中的气化炉等设备和生产过程进行安全联锁保护，实现生产安全、稳定、长期高效运行。保证人员和生产设备的安全、增强环境保护能力等。甲醇装置中的合成气循环压缩机组，以及空分装置的空压机、膨胀机组拟采用压缩机机组控制系统（ITCC）来完成装置压缩机机组的联锁、防喘振控制及负荷控制，机组的轴位移、轴振动、轴温、转速等信号送压缩机机组控制系统，通过通讯接口，所有机组的重要信号送至DCS控制系统显示。由蒸汽透平驱动的压缩机组（如合成气、循环压缩机等）其透平检测和控制系统应用微机系统处理数据，可对振动和轴位235、移做出准确判断，检测整机运行性能，预测故障发生，在偶然事故中，可分析故障原因。因此，压缩机将设置压缩机组监视和控制系统、瞬时数据管理系统（TDM）。压缩机随机仪表盘（含监视、报警、操作仪表和按钮开关等）集中安装于压缩机旁控制柜内，随机组设备成套供货。大型机泵设备（如高压煤浆泵等）设就地控制盘，随设备成套供货。随设备成套提供的控制系统应与中央控制室的DCS通讯，部分关键信号采用硬接线连接，其控制系统可放置在中央控制室。对于现场巡视及开停车时必须在现场观察的参数设就地指示仪表。每系列煤气化、净化、甲醇和空分装置设一个独立控制系统进行集中监视和控制；每系列二甲醚设一个独立控制系统进行集中监视和控制。236、中央控制室为密闭型（设中央空调），由操作室、机柜室、工程师站室、UPS电源室和维修间等组成。对于罐区及其它辅助设施则分别设置就地控制室。4.7.2 仪表选型由于甲醇、二甲醚生产装置为易燃易爆及有一定腐蚀性的场所，因此现场的检测控制仪表必须具有防爆性能及抗腐蚀性。并采用二线制420mA DC标准信号或数字信号与DCS进行通讯。仪表选型在满足工艺过程检测及控制功能的前提下，选用技术先进、质量可靠、便于维修且具有合理性能价格比的仪表设备。因此在主要仪表的选型方面，以合资企业或国内企业生产的产品为主，部分重要的仪表则选用进口的产品。DCS系统最好选用国外品牌产品，若考虑到资金情况亦可选用国内产品。温度237、仪表：就地显示的选用数字式温度计，集中显示及控制的选用一体化温度变送器。压力仪表：就地显示的选用不锈钢压力表或隔膜式压力表，集中显示及控制的选用智能压力变送器。流量仪表：就地显示的选用金属转子流量计或水表，集中显示及控制的选用智能型电磁流量变送器或涡流量计，对高温高压气体或蒸汽则选用V-cone锥形流量计。液位仪表：集中显示及控制的选用智能型电动浮筒液位变送器或法兰式液位变送器，对贮槽区贮槽液位则选用雷达液位计。分析仪表：对生产过程中气体成分如CO、CO2、H2等的分析选用红外线气体分析仪或气相色谱分析仪。控制阀门：对一般生产系统选用气动调节阀及气动切断阀，并选用国内阀门厂生产的阀门，对个别重238、要的控制回收系统则选用进口产品。4.7.3 仪表防爆及防护依照爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）要求，本设计中在危险场所安装的仪表均选用隔爆型仪表。为了保障仪表检测过程正常进行，并能延长使用寿命，在室外安装的仪表防护等级应高于IP65。4.7.4 生产安全保护由于本项目生产装置为易燃易爆场所，有可燃性气体及有毒气体存在，依照石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范（GB50493-2009）的要求在装置区内需设置可燃和有毒气体报警探测器，并把信号送至中央控制室DCS进行显示及报警，以保证生产及人身安全。4.7.5 中央控制室中央控制室应设置在非防爆场所内，控制室内设置239、空调系统，并铺设防尘防静电活动地板及吊平顶。吊平顶与活动地板的净空为33.5米。分设操作室，机柜室及DCS维护室等。DCS控制室内应设立独立的接地系统，接地电阻应满足所选用DCS对接地的要求。4.7.6 动力供应DCS的供电电源为220VAC 50Hz 15kW。所有仪表回路、联锁系统和紧急停车系统的用电应由不间断供电电源（UPS）提供。UPS的维持供电时间为30分钟。仪表用压缩空气应选用经净化处理的无尘、无油和干燥的压缩空气。压力为0.7MPa。其露点温度应比当地最低环境温度低10。并应有30分钟的备用气量，以保证在事故状态下控制阀能处于安全位置。4.8 标准化4.8.1 工艺HG/T206240、88化工工厂初步设计文件内容深度规定HG/T20519化工工艺设计施工图内容和深度统一规定HG/T20546化工装置设备布置设计规定 HG/T20549化工装置管道布置设计规定 HG/T20646化工装置管道材料设计规定 GB50316工业金属管道设计规范 HG/T2059220635钢制管法兰、垫片、紧固件 4.8.2 设备TSG R0004固定式压力容器安全技术监察规程GB150钢制压力容器GB151管壳式换热器JB/T4710钢制塔式容器JB/T4731钢制卧式容器GB50341立式圆筒形钢制焊接油罐设计规范JB/T4735钢制焊接常压容器HG2058020584钢制化工容器设计基础规定241、等HG20652塔器设计技术规定JB/T4709钢制压力容器焊接规程JB/T4730.14730.6承压设备无损检测 GB713锅炉和压力容器用钢板JB4733-压力容器用爆炸不锈钢复合钢板HG/T2059220614钢制管法兰、垫片、紧固件JB4726压力容器用碳素钢和低合金钢锻件JB4728压力容器用不锈钢锻件JB/T4712.14712.4容器支座JB/T4746钢制压力容器用封头HG/T2151421535钢制人孔和手孔HG2159421604不锈钢制人孔和手孔JB/T4736补强圈JB/T47004707压力容器法兰JB/T4711压力容器涂敷与运输包装HG/T21574化工设备吊耳242、及工程技术要求HG/T21639塔顶吊柱GB16749压力容器波形膨胀节4.8.3 工业炉HG/T20525化学工业管式炉传热计算设计规定HG/T20541化学工业炉结构设计规定HG/T2054220545化学工业炉砌筑技术条件等四项规定HG/T20575化学工业炉阻力计算规定 HG/T20589化学工业炉受压元件强度计算规定HG/T2068420685化学工业炉金属材料设计选用及燃料燃烧设计计算等四项规定HG/T20683化学工业炉耐火、隔热材料设计选用规定HG/T20682化学工业炉燃料燃烧设计计算规定HG/T20642化学工业炉耐火纤维炉衬设计技术规定HG/T20669化学工业炉燃烧器及243、噪声控制设计规定SH3506管式炉安装工程施工及验收规范CD132B1B21化工炉用炉门、看火门、防爆门HG/T2601高温承压用离心铸造合金炉管SH 3507石油化工钢结构工程施工及验收规范GB50211工业炉砌筑工程施工及验收规范4.8.4 自控HG/T20505 过程测量和控制仪表的功能标志及图形符号 HG/T20507自动化仪表选型设计规定HG/T20508控制室设计规定HG/T20509仪表供电设计规定HG/T20510仪表供气设计规定HG/T20511信号报警、安全联锁系统设计规定HG/T20512仪表配管配线设计规定HG/T20513仪表系统接地设计规定HG/T20514仪表及管244、线伴热和绝热保温设计规定HG/T20516自动分析器室设计规定HG/T20699自控设计常用名词术语HG/T20700可编程控制器系统工程设计规定HG/T21581自控安装图册（上、下册）HG/T2063620639化工装置自控工程设计规定（上、下卷）HG/T2059220635钢制管法兰、垫片、紧固件GB 50493石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范4.8.5 电气GB50052供配电系统设计规范GB50054低压配电设计规范GB50055通用用电设备配电设计规范GB5005310kV及以下变电所设计规范 GB 500603110kV高压配电装置设计规范GB/T 50062电力装置的245、继电保护和自动装置设计规范GB/T 50063电力装置的电测量仪表装置设计规范GB 50217电力工程电缆设计规范 GB 50227并联电容器装置设计规范 GB 50056电热设备电力装置设计规范 GB 50260电力设施抗震设计规范GB 50058爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范 GB 50034建筑照明设计标准 GB 50057建筑物防雷设计规范（2000年版）GB50016建筑设计防火规范 GB50160石油化工企业设计防火规范 SH 3038石油化工企业生产装置电力设计技术规范SH /T3027石油化工企业照度设计标准 HG/T20675化工企业静电接地设计规程 HG/T20687化246、工企业爆炸和火灾危险环境电力设计规程HG/T20675化工企业静电接地设计规程 4.8.6 电信GB 50116火灾自动报警系统设计规范GBJ 42工业企业通信设计规范GB 50115工业电视系统工程设计规范 GB 50343建筑物电子信息系统防雷技术规范 SH/T 3028石油化工装置电信设计规定 SH/T 3153石油化工企业电信设计规范 4.8.7 土建GB/T 50001房屋建筑制图统一标准GB/T 50105建筑结构制图标准GB 50068建筑结构可靠度设计统一标准GB 50011建筑抗震设计规范GB 50191构筑物抗震设计规范GB 50016建筑设计防火规范GB 50009建筑结247、构荷载规范GB 50007建筑地基基础设计规范JGJ79建筑地基处理技术规范GB 50010混凝土结构设计规范GB 50017钢结构设计规范GB50205钢结构工程施工质量验收规范SH 3076石油化工企业建筑物结构设计规范SH 3030石油化工塔型设备基础设计规范GB 50040动力机器基础设计规范CECS102门式刚架轻型房屋钢结构技术规程JGJ94建筑桩基技术规范JGJ81建筑钢结构焊接技术规程CECS24钢结构防火涂料应用技术规范GB50003砌体结构设计规范GB50046工业建筑防腐蚀设计规范GB/T 50476混凝土结构耐久性设计规范4.8.8 总图运输GB 50016建筑设计防火248、规范GB 50160石油化工企业设计防火规范GB 50187工业企业总平面设计规范HG/T 20649化工企业总图运输设计规定4.8.9 给排水GB 50013室外给水设计规范GB 50014室外排水设计规范GB 50015建筑给水排水设计规范GB/T 50265泵站设计规范GB 50050工业循环冷却水处理设计规范GB 50102工业循环水冷却设计规范SH 3016石油化工企业循环水场设计规范SH 3015石油化工企业给水排水系统设计规范SH3034石油化工给水排水管道设计规范SH3089石油化工给水排水管道设计图例合订本S1，S2，S3全国通用给排水标准图集4.8.10 暖通GB 5001249、9采暖通风与空气调节设计规范GB/T 50114暖通空调制图标准GB 50242建筑给排水及暖通工程施工质量验收规范GB 50243通风与空调工程施工质量验收规范SH 30014石油化工企业采暖通风与空气调节设计规范4.8.11 消防GB50016建筑设计防火规范GB50160石油化工企业设计防火规范GB50140建筑灭火器配置设计规范GB50338固定消防炮灭火系统设计规范GB50222建筑内部装修设计防火规范GB50116火灾自动报警系统设计规范GB50151低倍数泡沫灭火系统设计规范HG20660压力容器中化学介质毒性危害和爆炸危险程度分类4.8.12 环境保护GB50483化工建设项目250、环境保护设计规范HG20504化工废渣填埋场设计规定HG20503化工建设项目噪声控制设计规定SH3024石油化工企业环境保护设计规范4.8.13 工业安全卫生HG20660压力容器中化学介质毒性危害和爆炸危险程度分类HG20571化工企业安全卫生设计规定SH3047石油化工企业职业安全卫生设计规范GB50493石油化工可燃气体和有毒气体检测报警设计规范SH3501石油化工有毒、可燃介质管道工程施工及验收规范5 原料及辅助材料供应5.1 原料的供应及规格本项目每年消耗原料煤279.148万吨，燃料煤90.782万吨。项目拟建地xx县周边煤炭资源十分丰富，xx县煤炭资源总储量96.68亿吨，居宝251、鸡市第一。原料煤拟选用烟煤作为生产原料，煤质数据如下：表5-1 原料煤质数据序号检验项目符 号检测值采用标准备 注1全水分Mt %14.5GB/T211-19962空气干燥煤样水分Mad %4.18GB/T212-20013灰 分Ad %17.39GB/T212-20014挥发分Vdaf %40.93GB/T212-20015焦渣特征CRC(1-8)2GB/T212-20016全硫St,d %0.09GB/T214-19967氢含量Ha,d %4.03GB/T476-20018碳含量Cd %66.58GB/T476-20019发热量Qgr,ad MJ/kg25.75GB/T213-2003Qn252、et,ar MJ/kg20.94备注：项目在设计阶段建设单位应确定原料煤的具体来源以及具体煤质数据。5.2 辅助材料供应辅助材料主要为各种催化剂和化学药品，其年用量和供应途径见下表5-2。表5-2 辅助材料供应表序号名称及规格单位数量来源备注1石灰石t/a23387外购2添加剂、絮凝剂、分散剂t/a26460外购3烧碱 42%t/a126.08外购4氨水t/a4600外购5变换催化剂t/a72外购6甲醇合成催化剂t/a90.24外购7硫回收催化剂t/a5.76外购8分子筛t/a52.8外购9二甲醚合成催化剂t/a64.9外购5.3 公用工程供应及规格5.3.1 新鲜水新鲜水包括工业补充水、消防253、用水、地坪冲洗水及绿化用水等。正常用量约为2042t/h，最大用水量约2249t/h。新鲜水由园区市政供水管网提供。 电本装置内用电规格为：10kV/0.4kV/50HZ。由建设单位110kV总配电室提供两回路10kV电源。本装置常开装机容量约45682kW。 蒸汽全厂蒸汽参数按压力分为五个等级：9.8 MPa，540高压蒸汽；4.0 MPa，435的中压蒸汽、2.2 MPa、1.0 MPa和0.5 MPa的低压蒸汽。9.8 MPa，540高压蒸汽全部由供热站锅炉提供，供空分装置蒸汽透平、丙烯压缩机蒸汽透平和合成气压缩机蒸汽透平使用。4.0 MPa，435的蒸汽主要用于锅炉给水的加热，来自变换254、副产。2.2 MPa的蒸汽来自该等级压力甲醇合成工艺副产，用于锅炉给水泵透平、甲醇合成等，此外，一部分经减温减压后供给0.5 MPa的蒸汽管网。1.0 MPa的蒸汽来自该等级压力变换副产和硫回收工艺副产，用于供应空分、低温甲醇洗和甲醇精馏等工艺生产，剩余部分经过减温减压后供给0.5 MPa的蒸汽管网。0.5 MPa的饱和低压蒸汽由变换副产、甲醇排污膨胀槽、减温减压和锅炉给水泵供应，用于除氧器、氨法脱硫、煤气化、变换、硫回收、氢回收、低温甲醇洗、废水多效蒸发和采暖等。 循环冷却水本装置循环水需要量约72336m3/h。供水压力P=0.4MPa(G)，温差t=10，浊度50mg/L，污垢热阻1.4255、310-4m/h./kJ，腐蚀度0.2mm/a（钢），0.005mm/a（铜，不锈钢）。新建三套25000 m3/h的循环水装置，专供全厂使用。 氮气本项目氮气质量要求N299.8%，无油无尘，露点-40，压力0.8MPa.G，由空分装置供给。 仪表空气常温，无油无尘，露点-40，压力0.6MPa。本装置正常生产期间仪表空气由空分装置提供。 脱盐水本装置脱盐水水质满足中压热管锅炉给水要求，且电导率0.5S/cm(25)、SiO220g/L。本项目所用脱盐水由新建脱盐水站提供。 公用工程供应本装置公用工程供应见下表。表5-3 公用工程供应序号名称规格单位需求量供应来源1新鲜水t/h20422循环256、水t=8t/h72336新建循环水站3高压蒸汽，饱和t/h822新建供热站4电0.4kV/10kVkW/h45682市政电网5氮气0.7MPa，无油、无尘Nm3/h31893空分装置6仪表空气0.7MPa，无油、无尘、露点 -40Nm3/h10069.7空分装置7工厂空气Nm3/h5780空分装置6 建厂条件和厂址方案6.1 建厂条件 厂址地理位置本项目拟建于陕西省宝鸡市xx县工业园。xx县位于东经1062632107811，北纬343517 35645，地处渭北高原西部边缘区，东连千阳县，南邻陈仓区，西北与甘肃省的清水县、张家川县、华亭县、崇信县接壤，南北宽57.6公里，东西长59.7公里，257、总面积为2276.9平方公里。境内川原狭小，山大沟深，是关中通往西北的主要关隘之一，古有“关狭钥匙”之称，现为天水-关中经济区中连接关中、天水的纽带。6.1.2 地形地貌概况xx县位于关山和渭北高原西部的千山之间，地处秦岭褶皱北部和鄂尔多斯地台南缘接壤处。境内山岭起伏，中部断陷呈宽坦的河谷阶地，渭河一级支流千河横贯东西。海拔在800.22466米之间，相对高差1665.8米。地势特征为由西北向东南降低，地貌类型多样，地形复杂。全县可划分为关山山区，千山低山丘陵，黄土梁沟壑、六盘山丘陵山地区，景福山区和千河谷地区五个地貌单元。xx县地处秦岭褶皱北部与鄂尔多斯台南缘接壤处，境内关山与湃山南北对峙，258、千河横贯中部，中部向东南渐低而敞开，自然地形可分为南部xx山土石山区，北部中低山梁峁沟壑区和中部千河川原区。地貌类型有中山、低山、丘陵、河谷阶地、黄土残原等六种，属黄土侵蚀地貌，总地势类似于簸箕形，西北高而东南低，海拔高度最低点（东风镇交界村）800.2米，最高点（固关乡宝子梁）2466米，相对高差1865.8米。全县有大小山头3429座，大小沟道1746条，主要河流4条，支流64条、山岭河沟交错切割，自然形成山岭重迭，沟壑纵横，坡原相间、梁峁谷坡，彼起此伏的复杂地形。 水文全县地表水主要分布在渭河水系的千河、通关河和泾河水系的大黑河、达溪河，主要涉及渭河的一级支流千河和通关河，包括八渡河、蒲259、峪河、咸宜关河、石关沟河、关山沟河等主要支流64条。境内最大的千河由西北向东南斜贯县境，境内流长68.8公里，年径流量为354亿立方米，流域面积1957.9平方公里，县内流入千河的支流北侧有24条，南侧有25条。流域面积在100平方公里以上的有石关沟河、咸宜河、蒲峪河、大杜阳沟河、梨林河、峡口河、杨家河、苏家河等10条。千河谷地一、二级阶地的地下水潜水，属强富水区，日涌水量10002000立方米；北部丘陵地势高，含水层较浅，富水性弱，日涌水量100500立方米，且部分地区饮水困难。 气象特征xx县属暖温带大陆性季风气候区，北部山区为半干旱温凉区；中部川道为半温润温暖区；西南山区为湿润温凉和寒冷260、区，海拔1300米以下约占全县43.04%的地域，四季分明；海拔1300米以上约占全县56.96%的地域，春秋相连，冬长无夏，无霜期短。据19581980年23年资料统计表明县城周围年平均气温为10.7，最热月7月，平均23.4，最冷月1月，平均-2.8，年较差为26.2。无霜期为200天；年日照2033.3小时，日照百分率46%；年平均降雨量600.1毫米。总体气候特点是光照比较充足，热量垂直差异明显，夏秋两季降水集中，冬春干旱、霜冻等灾害性天气对农作物危害很大，秋季偶遇冰雹、暴雨、大风等灾害。根据地形地貌的特点，可分北部丘陵半干旱温和气候区、中南部浅山温凉半湿润区、南部中山湿润寒冷区三个气261、候区。xx县气象：境内海拔800.22466米，高差1664米 ，属暖温带大陆性季风气候区，境内根据地形地貌的特点，从北到南，大致可分三个气候区：、北部半干旱温和气候区；、中南部浅山温凉半湿润区；、南部中山湿润寒冷区。县城所在的川道地区，常年年平均气温10.7，0的平均积温4000，10的平均积温3400；年平均降雨量600.1毫米；无霜期为200天；年平均日照2033.3小时，日照百分率46%，0期间的平均日照1605.5小时，10期间的平均日照1103.8小时。6.1.5 自然资源xx县地处温带和暖温带交汇区，暖温带与温带的分界线穿过县西北部，全县20%的面积属北温带的黄土高原中部草原区，262、其余为暖温带落叶阔叶林区。植物以草本为主，乔、灌木和栽培作物次之。全县有维管植物约1002种，其中牧草352种，林木树种345种，栽培作物305种。县内植被垂直分异明显，海拔500700米之间的河谷和山麓地带，地势较为平坦，土壤肥沃，形成农业带，主要作物为麦类、薯类、豆类及蔬菜等。海拔7002200米之间为落叶阔叶林带，其中海拔7002000米以锐齿栎、栓皮栎、辽东栎、白桦、山杨、侧柏等为优势种；1500米以下低山分布栓皮栎、油松林和侧柏林等；山杨林见于海拔15002000米之间，16002000米以辽东栎和锐齿栎为主，沟谷中以落叶阔叶杂木林为主；而白桦林主要分布在17002000米地段，海拔263、18001900米见分布华山松林。海拔20002300米之间有块状红桦林分布，其上以山柳、花楸等为主的疏林、灌木林及草甸。全县森林覆盖率为42.17%。野生动物资源丰富，有林禽、林兽52种，列入国家一、二级保护动物有二十多种，省级保护动物十余种，其中列为珍贵动物保护的有獐子、毛冠鹿、苏门羚和山锦鸡等，在西部和西北部河流小溪中分布有国家二级保护鱼类秦岭细磷。xx县矿产资源丰富、种类繁多，有煤炭、石灰石、大理石、晶状石英石、磷、晶状石墨、陶土等，其中煤炭资源储量为96.68亿吨，居宝鸡市第一位；白云岩储量约为5000万吨；石英3.8万吨；石灰石1000万立方米；铅锌矿石约350万吨；大理石储量达3264、000万立方米以上，开发利用已初具规模。6.2 厂址方案厂址的选择是工程建设的重要环节之一，其合适与否将对工厂的文明生产、经营管理、经济效益和生态环境等产生重大影响。拟选厂址应符合以下要求：（1） 厂址位置必须符合国家工业布局、城市或地区的规划要求；（2） 厂址宜选在原料、燃料供应便利的地区；（3） 厂址应靠近水量充足、水质良好的水源地；（4） 厂址应尽可能靠近原有交通线（水运、铁路、公路），以避免新建项目修建过长的专用交通线；（5） 厂址应尽可能靠近热电供应地；（6） 厂址宜选在位于城镇居住区全年主导风向的下风向，且不应位于窝风地段；（7） 厂址选择注意当地自然环境条件，并对装置建成投产后对265、于环境可能造成的影响做出评价，最终的厂址应在通过环境影响评价和安全卫生预评价后确定。本项目拟建在陕西省宝鸡市xx县，该厂址方案的优点在于：（1）符合建设单位的发展规划；（2）靠近原料煤产地，能节省运输费用；（3）距公路较近，交通运输条件良好；7 公用工程和辅助设施方案7.1 总图 总平面布置总平面布置执行现行国家和行业的有关规范和标准，主要有：（1）建筑设计防火规范GB50016-2006（2）石油化工企业设计防火规范GB50160-2008（3）工业企业总平面设计规范GB50187-93（4）化工企业总图运输设计规范GB50489-2009（5）厂矿道路设计规范GBJ122-87 总平面布置266、原则（1）总平面布置应尽量因地制宜，使新建装置和设施集中紧凑布置，少占地，少拆迁，节约投资。（2）遵守国家有关总图运输规范、规定，满足防火防爆和安全卫生等要求。贮运设施的布置根据物料的性质、数量、包装及运输方式等条件，按不同类别相对集中布置。（3）总图布局分区明确。根据装置原料供应的关系和产品的关联性，结合生产流程、物料流向，力求工艺流程顺畅，工艺管线短捷，为生产创造有利条件,方便管理。（4）结合当地的地理环境及气象条件，做好环境保护。（5）符合当地城市总体规划及企业未来发展规划。 总平面布置根据设计项目组成和上述总平面布置原则，结合原料煤运输方式和进厂方位以及成品运输方式，总平面布置如下：供267、热站区：锅炉房，以及供热站辅助设施区。由于燃料气通过管廊输入，因此将供热站区布置在靠近气化炉旁，即厂区的东北侧。工艺生产设施区：主要有空分、磨煤、气化、灰水处理、变换、酸性气体脱除、硫回收、甲醇合成及精馏、二甲醚合成及精馏装置。由于原料煤通过皮带栈桥由厂区北面运入，将磨煤、气化靠近厂区的北部，煤运输比较方便。公用工程及辅助设施区：总变电站、维修、净水厂、循环水系统、污水处理、消防站等。公用工程及辅助设施主要围绕生产装置进行布局，循环水厂布置在厂区东北侧。火炬布置在厂区西北部区域。储运设施区：原料及产品罐区、汽车站台。本功能区主要位于拟建厂区西南侧。管理及生活服务设施区：综合楼、门卫、汽车库、倒268、班宿舍、食堂、浴室等。该区主要位于厂区东南部。 道路设计厂区共设三个与外部联系的道路出入口。东侧为人员主出入口，南侧为货流出入口，北侧是煤和灰渣运输的出入口。本项目新建装置四周都布置有厂内道路，可同时满足货物运输、检修和消防要求。新建厂内道路采用水泥混凝土路面。主要道路宽度为12 m，次要道路宽为9 m，转弯半径为15 m和9 m。 主要技术经济指标遵循总平面布置的原则，结合厂址的具体条件，进行总平面布置。根据生产与工艺流程需要，本项目具体布置参见总图。表7-1 总图布置技术经济指标表序号项目名称单位指标备注1围墙内用地面积m210469592建构筑用地面积m23069323建筑系数%29.3269、4道路及广场用地面积m22754905利用系数%55.66绿化系数%157.1.6 竖向布置原则竖向设计应充分考虑厂外道路连接的可能性，合理确定厂区内场地、道路装卸线和建构筑物的设计标高，满足装置间相互联系、地上地下管线敷设和货物运输要求；同时，在满足各项工程技术要求的前提下，因地制宜，尽量减少土石方工程量；并保证厂区内排水通畅。本项目厂区地形平坦，厂区竖向布置采用平坡式布置，充分利用自然坡度，保证地面雨水能顺利排出，尽可能减少土方量，减少能耗。厂内排水系统采用暗管排水，雨水经雨水沟收集后，集中采用排水泵站排出厂外。 厂区绿化工程绿化的目的是防尘、防噪、保护和美化环境。厂区地势平坦，为改善生产270、环境，提高绿化覆盖面积，拟在道路边线和界区之间的空地上种植草皮和灌木进行绿化。厂区绿化以道路和厂前区为主，点、线、面相结合，乔木、灌木、草皮相结合。点式绿化以常绿乔木为主，大面积绿化以灌木和草坪为主。项目绿地率达到15%。7.2 工厂运输 货物运输量分析本项目新增全年原材料和成品运输总量为619万吨，其中运入398万吨，运出221万吨。全年原材料和成品运输量见下表：表7-2 项目新增全年原材料和成品运输总量序号货物名称物态运输量（t/a）包装方式运输方式运入运出1原料煤固3699300.3散装皮带、汽车2变换催化剂固72桶装公路3甲醇合成催化剂固90.24桶装公路4硫回收催化剂固5.76桶装公271、路5石灰石固23384袋装公路6添加剂、絮凝剂、分散剂固26464袋装公路7烧碱固126.08桶装公路8氨水液4600槽罐公路9分子筛固52.8桶装公路10二甲醚催化剂固64.9桶装公路11二甲醚液1297154槽罐公路13硫磺固3329.37袋装公路14气化炉粗渣固450315.8散装皮带、汽车15气化炉细渣固192992.5散装皮带、汽车16废催化剂固176散装公路17含盐尾水多效蒸发结晶渣固152000散装皮带、汽车总计375416020959687.2.2 货物运输方案的确定本项目原料煤碳来自于当地矿区，主要通过汽车或皮带运输机运输至厂区，其余原料市场采购，主要有汽车通过公路直接运至厂272、内。本项目中间产品甲醇经甲醇贮罐短期储存后，就近生产下游产品二甲醚，通过管道进行短距离输送。本装置最终产品二甲醚通过管道输送至二甲醚储罐区，短期储存后，进行装车外运。项目产生的炉渣量较大，渣场与厂址相邻，主要通过皮带运输机输送。厂外运输车辆和设备依托社会运输力量。厂内仅配套少量叉车及服务用车等。7.3 排渣场项目排出的废渣主要来源于煤气化装置的废渣，本项目临时渣场拟选厂址西部。厂外渣场的位置由环评最后确定。此外，应积极考虑煤渣综合利用途径，减少堆存量。7.4 给水排水 给水7.4.1.1 拟建项目用水量拟建项目在充分利用废水、污水资源化水量基础上，需工业用新鲜水正常水量2042 m3/h（16273、33.6万m3/a），最大量2249 m3/h（1799.2万m3/a）。拟建项目用水量如下表：表7-3 本项目用水量表(单位：m3/h)序号用水项目生产水循环水化学水备注1备煤、气化、灰水4091129530利用工艺排水122变换0180003低温甲醇洗04635154冷冻0869505甲醇合成精馏10.798555.46硫回收3.5118807氢回收01528空分装置121854209甲醇合成压缩机04550010二甲醚1959761011供热站45.52000310.612循环水站正常量：636最大量：84300利用循环排污、化学水站废水、锅炉、冷凝处理排污、中水统一反渗透处理系统产水6274、51，利用尾水蒸发17013生活用水及其他用水50014化学水站4830015未予见水242.300合 计正常：2042最大：224972336363（消防水：400L/S）7.4.1.2 给水方案根据拟建工程用水特点，厂区给水工程拟分为五个系统：生活给水系统、生产给水系统、循环冷却水系统、除盐水系统、稳高压消防水系统。（1）生活给水系统生活给水系统供应厂区内各装置的生活用水和化验用水，用水量约为510 m3/h。由市政管网供水系统直接提供。厂区内通过生活给水管网系统向各个用户供水。干管管径DN75 mm。管网供水压力0.30 MPaG。生活给水管网均采用枝状敷设，管材为钢管，埋地敷设。（2）275、生产给水系统生产给水系统向各生产装置、辅助装置、供热站及内设的化学水站等设施提供工业水。由市政管网直接供给。厂区内生产给水干管管径DN400 mm，采用环状敷设，管网供水压力0.30MPa.G。管材为钢管，采用加强级环氧煤沥防腐涂层防腐，埋地敷设。（3）循环冷却水系统本项目位于西北严重缺水地区，系统的冷却尽可能采用空冷，包括空分蒸汽驱动透平，不能采用空冷的设备采用水冷。循环冷却水系统是向各生产装置供本循环冷却水，项目全部建成后总循环冷却水达72336 m3/h，其中供热站循环冷却水2000 m3/h。循环水站向气化、变换、低温甲醇装置、甲醇合成精馏、甲醇制二甲醚、空分、冷冻、甲醇合成压缩机、供276、热站供水等供水。循环水站水量及规模详见下表。表7-4 各循环水场水量及规模表序号单元名称总循环水量（m3/h）总规模（m3/h）总冷却塔一循环水站3250003（55000m3/h）1 备煤、气化、灰水112952变换18003低温甲醇洗46354甲醇合成精馏98555甲醇制二甲醚97616硫回收11887氢回收158空分装置185429冷冻869510甲醇合成压缩机455011供热站2000小计72336（4）脱盐水站本项目拟建化学水站一座，满足锅炉及工艺对化学水需求。化学水站脱盐水规模400m3/h。处理流程：市政来水（包括化工装置工艺凝液回水）叠片过滤器超滤装置超滤水箱清水泵反渗透保安过277、滤器高压泵反渗透装置淡水箱淡水泵逆流再生阳离子交换器除碳器中间水箱中间水泵逆流再生阴离子交换器混合离子交换器除盐水箱除盐水泵用水装置。（5）稳高压消防水系统根据项目拟建厂址地形，厂区用地形状为狭长长方形。根据建筑设计防火规范（GB50016-2006）、石油化工企业防火设计规范（GB50160-2008）的规定，按同一时间内需消防水量最大两处着火设计。最大消防水量（以二甲醚罐区计）为400 l/s，其中用于罐区固定冷却设备消防用水量为360 l/s，冷却水延续时间为6小时。罐区配置泡沫消防用水量为300 l/s，火灾延续时间为40分钟。高压消防给水管线供水压力1.2 MPaG。消防水管网以环状278、布置，管材为钢管，埋地敷设。管线上布置SS100/65型室外地下式消火栓，间距不大于60 m，并在煤气化装置及罐区周围布置消防水炮。消防池有效容积为10000 m3。为避免消防池的水形成“死水”，消防池拟与给水泵房的清水池（容积=5000 m3）合建，合建后总有效容积为15000 m3。高压消防泵房内拟设消防泵三台，均为电泵，二用一备，要求一级负荷供电。单台泵参数：Q=1800m3/h，H=115 m，N=900kW。设保压泵二台，一用一备，单台泵参数：Q=50 m3，H=115m，N=30kW。用保压泵对消防水管网系统进行稳压。高压消防泵房与工业给水加压泵房放在一起，以便于管理、节省投资和减279、少操作人员。低压消防与高压消防为同一个系统。消防水压小于0.5 MPaG。消火栓采用减压稳压消火栓。 排水7.4.2.1 排水量本项目各装置实际排水总量约880 m3/h。其中各排水处理利用去向说明如下：低温甲醇洗废液、甲醇精馏废水（约12m3/h）去煤气化做激冷水；工厂污水处理系统水量约868m3/h。达标出水以中水形式与循环排污水、化学水站排水、冷凝水排污水、锅炉排污水等汇合，送废水深度处理（反渗透）系统一并深度处理后；废水深度处理（反渗透）系统产生洁净水量651 m3/h。工厂洁净水回用于循环水系统做补充水，排放的达标浓含盐尾水约217 m3/h。该尾水首先用于冲灰、干灰拌湿、渣场和道路280、喷洒等，预计可以消化38 m3/h含盐废水，剩余179 m3/h达标浓含盐尾水，通过多效蒸发结晶系统进一步回收洁净水做循环水补充水；多效蒸发结晶系统能力200m3/h，回收洁净水约170m3/h，回用于循环水系统做补充水，产生结晶渣约19 t/h，送渣场安全处置。鉴于含盐尾水多效蒸发结晶装置目前尚缺乏工业化运行经验，存在不可预测事故风险，建议，在密切关注相关项目含盐尾水多效蒸发结晶工业化进程的同时，研究设置备用厂外达标含盐尾水事故贮池，根据实际需要分期实施。本项目废水产生情况见下表：表7-5 项目废水量表序号污水来源废水量(m3/h)污水成分（mg/l）备 注1气化装置污水245COD：500281、BOD：300NH3-N：300SS：200去污水处理站，深度处理75%回用。2低温甲醇洗废液4少量甲醇去做磨煤水3甲醇精馏废水8含甲醇、乙醇、异丁醇等去做磨煤水4甲醇制二甲醚废水75COD：500少量甲醇去污水处理站，深度处理75%回用。5循环水系统排污水240COD：75BOD：30深度处理75%回用。6生活污水及其他5COD：400BOD：200SS：250NH3-N：45去污水处理站，深度处理75%回用。7供热站系统排污水（不含化学水站）35COD、BOD去污水处理站，深度处理75%回用。8化学水站排水120酸碱深度处理75%回用9冷凝精制排污148酸碱深度处理75%回用10小 计88282、0废水资源化利用后，实际产生含盐尾水约217 m3/h，其中冲灰、干灰拌湿、渣场喷洒等共计消耗约38 m3/h，需要多效蒸发结晶处理的含盐废水约179m3/h。（不包括未预见水量产生的排水）。7.4.2.2 排水系统划分按照清污分流的原则，排水系统拟分为：生产污水、生活污水（含污染地面初期雨水）排水系统，清净下水排水系统，雨水排水系统三个系统。工厂对各种排水进行收集，分类处置，分类最大限度地回用，以节约水资源。（1）生产污水系统生产污水，以及室外污染区的初期污染雨水或地坪冲洗水先收集于污染雨水池内，然后用泵送往污水处理站进行处理。含盐尾水，最大限度回用于干灰拌湿、渣场喷洒等。该系统重力流管道采283、用排水铸铁管，压力管线采用钢管。（2）生活污水系统厂区各建筑物内卫生间排出的生活污水，以及化验室排出的化验污水经化粪池处理后重力排至本项目污水处理厂进行处理。该系统管道采用铸铁管。（3）初期雨水排水系统本项目有可能被污染的地面面积为50公顷，一次降水深度按15 mm计，通过增强聚丙烯排水干管排至初期雨水池。污水处理站内设有容积=8000 m3初期雨水池一座。并设有初期雨水提升泵，将初期雨水定量提升经管道送到污水处理站。（4）雨水及清净下水系统该系统收集厂区无污染后期雨水，收集后排往厂外市政管线。考虑到地区缺水及雨水利用，建议在条件允许时设置雨水收集池，以利用雨水。该系统管道采用钢筋混凝土排水管284、。7.5 污水处理工厂拟建设一套污水处理系统，对厂区生产污水、生活污水、地面冲洗水、污染的初期雨水等进行集中收集、统一处理。处理后的出水水质确保达到污水综合排放标准（GB8978-1996）一级排放标准。为节约水资源，实现污水资源化、减少工程对地区水环境的污染，本项目污水处理系统拟设置有中水处理装置，达标污水经中水处理后与循环排污水、化学水站排水、冷凝水排污水、锅炉排污水等汇合，送废水深度处理（反渗透）系统一并深度处理，洁净水回用于循环水系统做补充水，替代新鲜水。工厂综合污水处理站最终设计规模25000 m3/d；中水规模25000 m3/d；工厂废水深度处理回用（反渗透系统）装置设计产水量8285、00 m3/h，实际产水量651 m3/h。7.6 供电 研究范围本项目的供电系统包括全厂生产界区内各变配电站、全厂供电线路、各生产装置及辅助生产装置内用电设备的供配电、照明、防雷、接地等。本可行性报告与厂外的分界点为全厂总变电站进线绝缘子，110 kV外线不在本可行性研究范围内。 标准规范设计遵循的标准，以国家标准和化工行业标准为主，其它标准辅之，在执行过程中，标准若有修订，应以修订后的有效版本为准。当各标准发生不一致时，应以国家标准为准。采用的标准主要有：3110kV高压配电装置设计规范 （GB50060-1992）；35110kV变电所设计规范 （GB50059-1992）；10kV及以286、下变电所设计规范 （GB50053-1994）；供配电系统设计规范 （GB50052-1995）；低压配电设计规范 （GB50054-1995）；电力装置的继电保护自动装置设计规范（GB50062-1992）；爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-1992）；建筑物防雷设计规范（2000年版） （GB50057-1994）；建筑照明设计标准 （GB50034-2004）；电力工程电缆设计规范 （GB50217-1994）；化工企业腐蚀环境电力设计规程 （HG/T20666-1999）；工业与民用电力装置接地设计规范 （GBJ65-1983）；石油化工静电接地设计规范 （SH309287、7-2000）。 用电负荷及负荷等级（1）用电负荷本项目正常用电负荷为45682kW（其中：高压负荷：27440kW；低压负荷：18242kW），开工最大需要容量48082kW，详见“用电负荷统计表”。表7-6 本项目用电负荷统计表序号装置名称低压负荷kW(0.4kV)高压负荷kW(10kV)照明负荷kW总负荷kW安装开机需要安装开机需要一正常生产负荷1备煤、气化、灰水48832930263713084708063723090392变换18221012911309413低温甲醇洗185011109996010594冷冻56033630269001030092705096225甲醇合成精馏145288、0480432304626硫回收6004208310937空分9600480043206043808氢回收430400966044003129二甲醚26001440129715131210罐区500240216321911给水排水481028862597144008640777631037612含盐废水蒸发结晶30001950175530178513供热系统17851160104481254469402230509614厂前区、机电仪修及仓库8705665091552415全厂照明系统43543516其它72636332732718小计35486200931743843169309292744080419合计182422744045682二开工增加负荷1变换工序开工电炉3000300024002小计300030002400三最大负荷206422744048082（2）负荷等级本项目生产过程属高温、高压、易燃、易爆生产环境，生产装置自动化程度高，生产连续性要求很高。突然停电会引起设备损坏、停产，造成较大的经济损失，且恢复正常生产需要较长的时间。根据供配电系统设计规范（GB50052-95）的要求，本项目绝大部分工艺装置和部分辅助生产装置用电负荷属二级负荷，其他辅助配套装置属于三级用电负荷，另外还有少量一级用电负荷，如消防水泵、压缩机油系统、UPS、事故照明等。