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268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 研究结论及建议102 市场预测分析162.1 产品概述162.2 世界供需分析及预测162.3 国内2、供需分析及预测212.4 产品价格分析及预测452.5 产品目标市场分析493 生产规模与产品方案543.1 生产规模543.2 产品方案543.3 主要产品/中间产品规格544 全厂总工艺流程及技术方案564.1 全厂总工艺流程及物料平衡564.2 煤气化604.3 变换804.4 酸性气体脱除834.5 硫回收884.6 冷冻924.7 合成气压缩934.8 甲醇合成944.9 氢回收1004.10 甲醇精馏1014.11 空分1014.12 技术来源及引进范围1044.13 工艺流程和消耗定额1054.14 设备方案1154.15 自动控制1295 原材料、辅助材料、燃料和动力供应1363、5.1 主要原材料、辅助材料、燃料的种类、规格、年需求量1365.2 公用工程需求量和供应1386 建厂条件和厂址方案1406.1 建厂条件1406.2 厂址方案1467 公用工程和辅助设施方案1487.1 总图运输1487.2 给水排水1527.3 供电1687.4 电信1767.5 供热站1797.6 采暖通风及空气调节1877.7 空压、制氮1887.8 贮运设施1907.9 维修设施1927.10 土建1927.11 中央化验室、环保站、气防站1947.12 火炬1967.13 生活福利设施1968 循环经济建设方案1978.1 循环经济建设原则1978.2 循环经济建设方案1979 4、消防2079.1 消防设计依据2079.2 消防设计原则2079.3 火灾危险性分析2089.4 主要消防措施和设施20810 环境保护21010.1 环境现状21010.2 环境质量现状21010.3 执行的环境保护法规和拟采用的标准21210.4 拟建项目主要污染源及污染物21310.5 污染物治理措施21810.6 环境监测设施及机构22210.7 绿化22210.8 水土保持22210.9 拟建项目污染物总量控制方案22310.10 环保投资22310.11 环境影响分析22311 劳动安全与工业卫生22511.1 劳动安全卫生执行的标准、规范及其它依据22511.2 劳动安全卫生危害5、因素分析22611.3 劳动安全卫生危害因素的防范与治理方案24311.4 劳动安全卫生投资估算25311.5 预期结果25412 组织机构和人力资源配置25512.1 组织机构25512.2 人力资源配置25512.3 人员来源和培训25613 项目实施计划25813.1 建设进度规划25813.2 实施进度规划25814 投资估算与资金筹措26114.1 总投资估算26114.2 资金筹措26315 财务评价26515.1 成本和费用估算26515.2 财务评价26615.3 财务评价结论2701 总论1.1 概述1.1.1 项目基本情况（1）项目名称*矿业集团有限公司180万t/a甲醇项6、目（2）项目性质本项目为新建项目，由*矿业集团有限公司出资建设。（3）承办单位情况承办单位：*矿业集团有限公司法人代表：xx地址：咸阳市xx大道xx1.1.2 主办单位基本情况*矿业集团有限公司（以下简称xx集团）是经陕西省政府2002年批准，2003年3月正式挂牌成立的煤炭企业，是陕西煤业化工集团有限公司的全资子公司。xx集团注册资本15亿元，2008年销售收入140261万元，利税30236万元，净利润15034万元，技术装备水平达到机械化程度100，实现了机械化，数字化生产经营。xx集团在省、市、县各级政府和部门的大力支持下，在煤业化工集团的正确领导下，在短短的几年中，xx集团经历了由无7、到有、由小变大、由弱变强的发展过程，逐步形成了规模开发、产业集群、循环发展、总体推进的新局面。近年来，我们始终坚持“自主创新、重点跨越、支撑发展、引领未来”的指导方针，深入实施科教兴企和人才强企战略，大力推进创新型企业建设，深化改革，加大投入，取得了显著成效。在先进技术装备、工艺推广应用和自主创新能力上都有了长足进步，逐步形成煤、电、化、气综合发展的循环经济模式，促进了区域经济的快速发展。xx矿区规划面积790 km2，已探明煤炭地质储量67.29亿t，其中xx矿业集团依法获得资源储量50.3亿t。xx矿业集团将开发建设xx、胡家河、孟村、小庄、文家坡5座大型矿井，前期形成3200万t/a的煤8、炭生产能力，最终形成5000万t/a的煤炭生产能力。xx煤矿矿井规划生产能力为800万t/a，服务年限92.5年，分两期建设，一期形成生产能力300万t，二期形成生产能力8001000万t/a。该项目目前已成功实现生产系统联合试运转。与xx电力公司相互参股建设胡家河矿井和装机容量480万kW的马屋电厂，第一台60万kW机组预计年底发电，胡家河矿井正在抓紧建设，预计2011年建成投产。1.1.3 煤层气资源及开发规划情况目前*矿业集团有限公司依法取得煤炭资源采矿权的范围包括xx、小庄、胡家河、孟村、文家坡5对矿井煤炭采矿权区域。东西长528km，南北宽1019km，面积约340km2。上述范围内9、煤层气资源量为72.90亿m3。其中，xx井田为31.67亿m3，胡家河井田为13.80亿m3，小庄井田为18.64亿m3，孟村井田为5.28亿m3，文家坡井田为3.51亿m3。煤层气资源丰度较低，平均为0.23亿m3/km2。根据*矿区煤层气开发整体规划（20102020年），到2015年，在xx、胡家河、小庄井田等资源富集区进行煤层气勘探开发，实现地面煤层气开发产能1.5亿m3/a，产量1.2亿m3/a，煤层气利用率100%。在勘探取得重要进展的地区，积极申报煤层气储量，力争使煤层气探明地质储量达25亿m3以上。逐步形成煤层气勘探、开发、利用以及科研等相配套，xx矿区和彬县、长武县城以煤层10、气为主要生活用气的产业格局，初步将该区建设成为我国首个低变质煤矿区的煤层气产业化生产基地。一期开发结束后，扩大规模继续进行煤层气开发，到2020年，力争实现煤层气产能3.0亿m3/a，产量2.4亿m3/a，申报探明储量达到50亿m3，在全矿区地质、储层、资源条件、地形及交通等相对有利地区进行煤层气勘探开发，实现全矿区地面煤层气开发的产业化。煤层气勘探开发规划目标阶段开发时间产能规模（亿m3/a）产量规模（亿m3/a）探明储量（亿m3）规划一期20102015年1.51.225规划二期20162020年1.51.225合计20102020年3.02.450煤层气的用途非常广泛，可以用作民用燃料、11、发电燃料、工业燃料、汽车燃料和重要的化工原料等。目前，国内煤层气开发利用的主要方向是供给城市燃气、发电、工业燃气和化工原料等。1.1.4 项目提出背景，投资目的、意义和必要性1.1.4.1 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12、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、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。*矿业集团有限公司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13、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。本项目产品可以通过MTO、MTP等技术，实现从煤化工延伸拓展到石油化工领域，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*矿业集团有限公司委托石油和化学工业规划院开展技术咨询工作，编制*矿业集团有限公司年产180万t煤制甲醇项目可行性研究报告。1.1.4.2 项目建设的必要性和意义（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14、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15、国家利用外资政策也明确表示鼓励“大型煤化工产品生产”。二六年七月七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”。通知中确定的“十一五”煤化工产业发展方向是“在有条件的地区适当加快以石油替代产品为重点的煤化工产业的发展”。本项目符合国家相关产业政策及有关建设规模的技术政策。（3）通过产品的应用和延伸发展，为缓解国家能源、石化产品的短缺做贡献由于我国国民经济快速、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20216、0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甲醇产品，可以直接用于掺混成甲醇燃料，部分替代汽油，也可以进一步生产二甲醚，部分替代LPG和柴油，达到缓解石油短缺的目的，另外，甲醇通过生产烯烃，也可以实现对于石油的替代，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17、的持续稳定发展最有重要意义。（4）采用高新技术，以循环经济的发展模式，提高资源利用率，实现可持续发展本项目采用水煤浆气化、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。同时，将矿区丰富的煤层气综合利用，既充分利用了矿区资源，提高了资源利用率，又极大的减少cO2的排放量。若按近期规划每年利用1.2亿m3的煤层气计算，对温室效应的影响相当于减少1800万吨cO2排放。（5）增加就业机会，推进区域经济发18、展，社会效益显著本项目年均销售收入为42.3亿元，可实现工业增加值17.7亿元，年均为国家和地方贡献税收6.36亿元。从国内外历史情况看，化学工业对国民经济的带动系数达到1.82.2，本项目可以带动当地相关产业工业增加值为3239亿元。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）优化企业产业结构，实现可持续发19、展xx集团主要从事煤炭开采业务，要实现企业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，逐步丰富企业的产业结构，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，因此，xx集团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，有利于企业优化产业结构，实现可持续发展。1.1.5 项目建设的优势条件（1）政策优势本项目符合国家经济发展总体战略、可以推动地区经济发展，促进国家西部大开发战略的实施，充分贯彻了省委、省政府关于“三个转化”的决定。本项目依托资源优势，采用先进技术，实现了资源的清洁、高效、合理转化，符合国家相关产20、业政策和技术政策。（2）资源优势xx煤田是陕西省的第二大煤田，是关中地区的能源接续地。矿区规划面积790 km2，详查获批准地质储量67.29亿t，并且煤层稳定，结构简单，易于开采。文家坡井田资源储量为7.62亿t，煤质属中硫中高硫、低磷特低磷、中高发热量、较低软化温度的优良动力及化工用煤；xx矿区煤层气资源总量约为73 m3可做为煤制甲醇的补充原料。亿亿亭口水库工程的建设，保障了项目用水的需求，因此，本项目具有较好的建设条件。（3）交通运输优势彬县区位优势明显，东连旬邑、淳化，南依永寿、麟游，西临长武、灵台，北接甘肃正宁，为连接秦陇的咽喉要道，是古“丝绸之路”上的重要驿站。目前西平铁路正在建21、设中。312国道纵贯全境，距离西安咸阳国际机场120 km。福银（福州银川）高速公路西平段（西安平凉）穿境而过，县境内主干线有306省道、连接宝鸡市的彬宝二级运煤专线、彬新路、彬底路、彬麟路等，目前彬县周边基本形成了较为完善的铁路、公路交通网络，完全具备建设大型化工项目的交通条件。（4）经济基础和产业基础优势近年来，咸阳市宏观经济加速运行，经济实力显著增强。据初步核算，2008年全市实现生产总值764.6亿元，同比增长16%。全市财政总收入完成60亿元，增长29.9%。咸阳市的工业生产快速增长，全年全部工业增加值321.5亿元，比上年增长20.8%。能源化工、食品工业、装备制造业、电子工业、建22、材工业、医药制造业、纺织服装业七大支柱产业完成工业产值775.4亿元，增长36.7%。彬县经济总量不断扩大，发展速度继续创高。2007年全县实现生产总值（GDP）24.48亿元，增长25.1%，增速高于全市11.9个百分点，位居全市第一，工业经济对全县GDP贡献率达73%以上，实现增加值12.19亿元，增长43.4%。2008年度县域经济社会发展监测考评，彬县在全省2008年度经济社会发展综合检测排名中列第20位，较2007年度第24位，上升了4位。xx集团实力雄厚，是xx矿区开发建设的主体，隶属陕西煤业化工集团有限责任公司。xx集团注册资本15亿元，2008年销售收入140261万元，利税323、0236万元，净利润15034万元，技术装备水平达到机械化程度100%，实现了机械化，数字化生产经营。（5）科学技术和人才优势科技是发展循环经济的根本驱动力。陕西省科技实力雄厚，全省有各类普通高校43所，成人高校30所，民办高校37所和2000多个科研单位。其中国家级重点院校和科研单位898个，有17个专业是全国唯一，50个专业全国领先，有国家重点实验室10个，国家部门专业、专项实验室50个，省级重点实验室29个，两院院士38人。综合科技实力居全国第3位。可以成为项目建设的坚实后盾和技术力量支撑。1.1.6 编制依据、指导思想和原则1.1.6.1 编制依据（1）石油和化学工业规划院与*矿业集团24、有限公司签定的编制*矿业集团有限公司180万t/a甲醇项目可行性研究报告的合同。（2）国家和地方的有关法规、标准、参数和计算方法。（3）中国石油和化学工业协会中石化协产发（2006）76号化工投资项目可行性研究报告编制办法。（4）*矿业集团有限公司提供的的建设现场条件、其它相关的技术资料和双方商定的有关条件。1.1.6.2 编制指导思想和原则（1）遵循和贯彻国家有关部门的法规、标准和规范；（2）产品方案要重点考虑陕西省及西部地区的市场需求，还要面对国内市场。充分考虑市场容量和装置的经济规模以及下游产品深加工方案，尽可能做到市场和规模的最佳结合；（3）充分利用规模化优势来降低成本，提高产品市场竞25、争力。选择合理的有竞争力的生产规模，以提高项目的竞争能力。（4）生产装置选用成熟可靠的先进技术，以提高生产效率、降低消耗和生产成本、减少污染，保证装置运行和产品质量的稳定性。（5）在技术先进适用，装备合理，生产安全、符合环保要求的前提下，尽可能减少投资、降低成本。（6）贯彻“安全第一，预防为主”的方针，遵循现行防火、安全生产和劳动保护等有关规范，确保本项目投产后能稳定生产，符合职工安全卫生的要求，保障劳动者在劳动过程中的安全和健康。（7）整个工程考虑近期生产要求和远期发展需要，装置的设计原则应尽可能达到布置一体化，生产装置露天化，建筑结构轻型化，公用工程设施社会化以及设备材料国产化的要求；（826、）加强环境保护，减少污染物和排放总量，执行国家和地区的有关环保政策。对生产中的“三废”进行处理，并达到国家和地区规定的排放标准。1.1.7 研究范围本项目是以煤为原料生产甲醇的大型化工装置，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、压缩合成、精馏、硫回收等主要生产装置。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。本项目的主要研究范围如下表所示。工程研究范围序号名称规模(万t/a)主要内容备注一生产装置1801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27、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28、堂等。1.2 研究结论及建议1.2.1 研究结论（1）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。为了贯彻陕西省委、省政府坚持以科学发展观为指导，坚定不移地推进三个转化的决策，*矿业集团有限公司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。并通过本项目产品采用MTO、MTP等技术向下游延伸，实现从煤化工拓展到石油化工领域，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。本项目的建设是十分必要的。（2）2008年国内甲醇供需29、缺口为107万t，靠进口解决，缺口基本在华东地区。预计2010年国内甲醇出现大规模过剩的局面，在70%开工率的情况下，大约有735万t的过剩量；到2015年国内甲醇过剩的局面将有很大程度改观，在75%开工率的情况下，过剩量在25125万t左右，届时，国内甲醇供需基本平衡，但如果考虑进口甲醇的因素，国内甲醇市场的竞争仍将十分激烈。本项目甲醇的下游产品加工方案推荐采用国内自主开发的甲醇制烯烃技术，生产低碳烯烃及其下游石化产品，甲醇产品不外销。（3）本项目年产甲醇180万吨，符合国家相关产业政策的规模要求，同时，也可以满足建设经济规模下游烯烃装置的要求，产品指标先进、合理。（4）本项目采用水煤浆气化30、技术、耐硫变换、低温甲醇洗、低压甲醇合成、三塔精馏、克劳斯加尾气处理等工艺技术，技术选择先进、成熟可靠。绝大部分设备有国内制造，少量专利设备和国内制造尚不成熟的设备或材料有进口解决，国产化率高，符合装备国产化的相关要求。（5）本项目位于陕西省咸阳市彬县境内小章镇东南2 km处。拟建厂区已经规划为工业区，符合城市总体规划；用地范围内村庄较少，土地开发成本小；周边用地面积充裕，今后有足够的发展空间；厂区所在区域公路交通条件较好，运输有保障；另外厂区靠近资源产地，可以实现就地加工转化，节省原料运费。（6）本项目水、电、汽等辅助设施和公用工程条件较好，其中项目用水由由亭口水库供应，水源可靠、水量有保障31、。本项目建有自备供热站，保证项目供热需求。项目用电引自乾县330 kV变电站，作为全厂用电设备的电源，实现双回路供电，满足本项目用电可靠性的要求。（7）本项目总体建成投产后，年均营业收入为361471万元，年平均总成本费用为248848万元。年均营业税金及附加为3299万元（不含增值税），年均利润总额109324万元，年均净利润总额81993万元，年均增值税额32985万元，年平均息税前利润121500万元，年均息税折旧摊销前利润185455万元，总投资收益率11.6%，总投资利税率13.9%，资本净利润率26.4%，项目投资内部收益率（所得税前）14.2%，项目投资内部收益率（所得税后）1132、.4%，全投资回收期（所得税前）8.3年，全投资回收期（所得税后）9.3年，项目资本金内部收益率16.1%。 经济效益测算表明，在测算条件下，项目基本方案的经济效益较好，有一定的盈利能力和偿债能力，资本亦可获得较好的收益。不确定分析说明项目有一定的抗风险能力，本项目在财务上是可行的。（8）本项目建成投产后年均销售税金及附加（含增值税）为3.63亿元，年均所得税为2.73亿元，两项合计为6.36亿元，说明本项目对国家的税收贡献是十分巨大的。综上所述，本工程中的产品用途广泛，可延伸发展到石油化工领域，发展前景好，各装置规模经济合理、技术水平先进可靠，建厂条件好，具有较好的经济效益和社会效益，本项目33、的建设可以促进当地经济的发展，加快企业产业升级和优化，起到推进西部大开发战略实施的作用，项目的建设是可行的。1.2.2 主要技术经济指标主要技术经济指标表序号名 称单 位数据或指标备 注一生产规模1甲醇万t/a180二产品方案1甲醇万t/a180GB338-20042硫磺万t/a1.4GB-2449-20063硫铵万t/a3.9三年操作时间H8000四主要原材料用量1原料煤万t/a282.24五公用工程消耗1新鲜水t/h20322电kWh/h432603蒸汽t/h8224燃料煤万t/a97.5六主要三废排放量1废气m3/h2废水t/a03废渣t/a644604七运输量万t/a6391运入量万t34、/a389.32运出量万t/a249.7八全厂定员人749九总占地面积公顷120十经济数据*项目引进部分外汇投资万美元199541项目总投资万元规模总投资万元1.1建设投资万元9620001.2建设期利息万元689671.3流动资金万元190001.3.1其中：铺底流动资金万元57002资金筹措万元2.1其中：借款万元7389682.2 资本金万元311000 资本金比例%30.00%3年平均营业收入万元3614714年平均营业税金及附加万元32995年平均总成本费用万元2488486年平均利润总额万元1093247年平均所得税万元273318年平均净利润万元819939年平均增值税万元32935、85财务评价指标1总投资收益率%11.57%2总投资利税率%13.87%3资本金净利润率%26.36%4项目财务内部收益率%14.23%税前5项目投资回收期年8.26税前6项目财务内部收益率%11.35%税后7项目投资回收期年9.34税后8项目资本金内部收益率%16.12%9借款偿还期(建设期起)年1010盈亏平衡点(生产能力利用率)%54.90%11年平均息税前利润万元12150012年平均息税折旧摊销前利润万元18545513项目财务净现值万元183282税前14项目财务净现值万元78193税后15利息备付率6.916偿债备付率1.51.2.3 问题及建议（1）目前国内甲醇市场已经严重过剩36、，本项目应尽快进行甲醇深加工方案的研究工作，建议尽快进行甲醇制烯烃（DMTP）项目可行性研究研究报告的编制工作，争取使甲醇制烯烃项目的建设能够与本项目的建设同步进行。（2）本项目投资估算是根据同类装置价格估算的，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核定亭口水库供水保证率p=97%时，可为本项目提供的原水量。尽快进行水资源论证工作。（4）尽快落实废渣的综合利用方案和数量，并在此基础上，确定渣场容积。2 市场预测分析2.1 产品概述在基础有机化工原料中，甲醇消费量仅次于乙烯、丙烯和苯，是重要的大宗化工产品。大约有90%的甲醇用于化学工业，作为生产甲醛、甲基叔37、丁基醚（MTBE）、醋酸、氯甲烷、甲胺、二甲醚、甲酸甲酯等的原料；还有10%用于能源工业，由于甲醇是良好的溶剂，可掺入汽油作燃料用。新用途还包括用作乙烯和丙烯原料以及燃料电池等。甲醇深加工产品目前已达120多种，我国以甲醇为原料的一次加工产品近30种。2.2 世界供需分析及预测2.2.1 世界供应状况分析及预测世界上基本采用天然气为原料制取甲醇，天然气价格对成本的影响甚至已超过装置规模的影响。近年来美国等天然气价位较高的国家和地区的甲醇厂家纷纷关闭，向天然气价格低廉的中东及中南美转移。世界甲醇生产以大型化为主，20xx90年代以来，国外新建单套甲醇装置的规模一般为82万t/a（2500 t/d38、），有的达167万t/a（5000 t/d）。近年来，具有大量天然气储备而本国消费又很少的国家已经建立了世界级规模的甲醇生产装置。2004年由Methanex公司和BP公司组建的合资企业Atlas公司的167万t/a甲醇生产装置建成投产，成为世界上产能最大的甲醇装置，世界甲醇生产装置大型化的趋势越加明显。世界甲醇装置主要集中在中南美、中东、亚洲和北美地区，其中北美曾是世界上最大的甲醇生产地区，2000年产能占世界总产能的20.0%，2008年产能下降为1.85%；中南美洲产能则上升至19.5%；亚洲和中东地区产能增长迅速，2008年分别占总产能的40.7%和19.9%。2008年世界甲醇生产能39、力为6408万t/a，产量为4208万t，产量和需求基本保持平衡。2008年世界甲醇分地区生产消费情况如下表：2008年世界甲醇生产及消费情况（单位：万t/a、万t）地区能力产量进口出口表观消费量北美洲118.891.7633.123.2697.2中南美洲1249.9802.542.2739101.6西欧326214.5814.4313.9708.3中东欧577443.683.8202.5321非洲185.8160.46.5146.320.6中东1276.41104.940.6786.6359日本001890193中国2385.71154.7143.4361262.1其他亚洲219.9175.40、5469.7126.4511.3大洋洲68.8611.650.212.3合计6408.24208.92424.12424.14186.3数据来源：SRI公司Methanex是世界上最大的甲醇生产商和销售商，约占世界总能力的8.72%，智利和新西兰是其主要的生产基地。该公司几乎不生产甲醇下游产品，因此其甲醇商品量约占世界供应市场的40%，是世界最大的甲醇供应商。其次是中东的沙特基础工业公司（SABIC）和特立尼达和多巴哥甲醇股份公司，二者分别占世界产能的8.2%和6.06%。2008年世界大型甲醇生产企业概况如下表：2008年世界甲醇主要生产企业概况 （单位：万t/a，%）序号企业名称生产能力比41、例备注1Methanex5598.722Saudi Methanol （SABIC）525.28.203Methanol Holdings（Trinidad）388.26.064Atlas Methanol1702.655ZAGROSS Petrochemical1652.572009年二季度新增165万t/a能力6Oman Methanol1051.647National Methanol1051.648Fanavaran Petrochemical 1001.569Metafrax1001.5610Toglliatti1001.5611International Methanol971.542、112Equatorial Guinea93.51.4613Statoil901.4014Qatar Fuel Additives88.51.3815Tomskneftekhim801.2516Petronas Methanol661.032009年一季度新增170万t/a能力17National Methanol(Libya)661.0318其它3509.854.77合计6408.2100目前世界上各生产企业纷纷将甲醇生产装置转移到天然气原料更为廉价的地区，特别是在天然气富足的中东、中南美地区集中建设甲醇装置。而美国、加拿大、荷兰等国的甲醇装置因竞争力问题可能关闭。预计未来几年世界新增甲醇生43、产能力主要来自中东、东欧、中国、东南亚、非洲等国家和地区，而西欧和北美的甲醇装置因经济竞争力问题将逐渐关停，预计2013年全球甲醇生产能力将达到11585万t/a。2013年世界甲醇生产及消费情况（单位：万t/a、万t）地区能力产量进口出口表观消费量北美洲8870659.20729.2中南美洲1326.99270787.1139.9西欧256170533.40703.4中东欧823.56340238396非洲415.83520219.3132.7中东1800.91448.90874.3574.7日本00198.50198.5中国6400.22128.4425.602554亚洲其他468347244、92.80639.8大洋洲6.559.1014.1合计11585.86082.42118.72118.76082.4数据来源：SRI公司2.2.2 世界需求状况分析及预测2008年世界甲醇消费量为4209万t，主要集中在亚洲、北美和西欧地区。2008年世界甲醇消费构成按地区分，亚洲占47%、北美占16.7%、西欧占16.9%、其它地区占19.4%。2008年世界甲醇主要消费在甲醛、MTBE、醋酸/醋酐和燃料等方面。2008年世界甲醇消费结构如下表：2008年世界甲醇消费构成 （单位：万t，%）消费领域消费量比例甲醛1452.134.5MTBE547.213.0醋酸/醋酐420.910.0燃料345、15.77.5甲烷氯化物168.44.0甲胺126.33.0MMA126.33.0溶剂126.33.0管道脱水剂84.22.0TAME42.11.0其它799.719.0合计4209100甲醛为甲醇最大的下游消费领域，主要用于胶粘剂的生产，并且可以生产多聚甲醛、多元醇、1,4-丁二醇等下游产品，此外，甲醛作为杀菌剂、消毒剂、防腐剂、溶剂、还原剂以及尿素甲醛型缓效肥料等，在农业、水处理、涂料、医药以及染料等方面都具有一定市场。由于MTBE对地下水的污染，2005年美国禁止添加MTBE。但是在亚洲，随着汽油的无铅化，使用MTBE仍是成本合理和有效的增加优质无铅汽油产量的方案，MTBE依然是首选的汽46、油添加有机含氧化合物。由于甲醇CO羟基合成法工艺先进，原料易得而且产品收率高，生产成本低，是目前广泛采用的醋酸/醋酐生产工艺。随着甲醇应用领域的开发，甲醇制烯烃（MTO/MTP）、甲醇制汽油（MTG）、甲醇燃料的技术进步及工业化突破以及醋酸、甲酸甲酯、碳酸二甲酯、二甲醚等下游产品不断开发，使作为碳一化工基石的甲醇有可观的发展潜力。根据上述分析，如甲醇燃料、二甲醚、甲醇制烯烃行业迅速发展，预计到2013年全球甲醇需求量将达到6082万t，甲醛仍是最大的消费领域，占总消费量的28%，其次是燃料占17%，醋酸/醋酐和MTBE分别占8.7%和8.4%。2013年世界甲醇消费构成 （单位：万t，%）消费47、领域消费量比例甲醛1703.128.0%MTBE509.98.4%醋酸/醋酐532.08.7%燃料1034.017.0%其它2303.437.9%合计6082.4100%2.2.3 供需平衡分析及预测2008-2013年期间，世界甲醇产能将以年均12.57%的速度继续增长，但在2013年前，甲醇新应用领域开发应用还比较缓慢，供过于求的局面将难以转变转变。预计2013年，世界甲醇产能将达到11586万t/a，需求将由目前的4186万t/a增加至6082万t，开工率将由2008年的65.3%进一步降低到52.5%。世界甲醇供需状况和预测（单位：万t/a，万t，%）项目2008年2013年08-1348、年增长率产能6408.211585.812.57需求4186.36082.47.8开工率65.352.52.3 国内供需分析及预测2.3.1 甲醇供应分析截至2008年底，我国甲醇生产能力约为2400万t/a，由于我国相对富煤、少油、缺气的能源结构特点，再加上近年来国际原油价格的大幅上涨，目前我国甲醇装置能力中以煤为原料的约占66%，以天然气和焦炉气为原料的约占34%。2008年国内甲醇产量为1126万t，开工率仅为46.9%，主要原因是新投产甲醇装置生产期较短、经济危机以及大量低价进口甲醇等原因所导致。2008年我国甲醇生产企业情况如下表：2008年国内主要甲醇生产企业（单位：万t/a，万t49、）序号企业名称产能产量备注1榆林天然气化工有限责任公司5348.5天然气2上海焦化有限公司8040.13泸天化（集团）有限责任公司4031天然气4中国石化集团四川维尼纶厂3526.6乙炔尾气5平煤蓝天化工股份有限公司8060.36兖矿国泰化工有限公司2429.67江苏华昌化工股份有限公司65.68山西丰喜肥业（集团）股份有限公司2823.19大庆油田化工有限公司2020.7天然气10山西天泽煤化工集团股份公司116.611陕西神木化学工业有限公司262112内蒙古远兴能源股份有限公司10059.9天然气13永煤集团股份有限公司147.514久泰能源科技有限公司3226.915湖北宜化集团有限责50、任公司26.920.316中国石油青海分公司4015.4天然气17兖矿鲁南化肥厂1515.318中海石油建滔化工有限公司7360天然气19建滔天然气化工（重庆）有限公司4520.6天然气20浙江晋巨化工有限公司1613.521中煤龙化哈尔滨煤化工有限公司141222山西兰花丹峰化工股份有限公司10823河北正元化工集团股份有限公司2518.124安徽临泉化工股份有限公司13.710.125安徽昊源化工集团有限公司1516.926河南心连心化肥有限公司108.827山东明水化工有限公司2011.728中海石油天野化工股份有限公司2016.9天然气29中国石油股份克拉玛依石化分公司205.6天然气51、30山东兖矿国际焦化有限公司203.9焦炉气31福建三钢（集团）三明化工有限责任公司65.532河北凯跃化工集团有限公司1511.833兖矿国宏化工有限责任公司508.434陕西渭河煤化工集团有限责任公司1511.335曲靖大为焦化制供气有限公司89.4焦炉气36合计1026.6710.9国内甲醇产量主要集中在煤炭资源和天然气资源丰富的华北和西北地区，2008年区域产量分布情况如下图：2008年国内甲醇产能分布2.3.2 产品进出口分析2.3.2.1 产品进口分析由于国内市场对甲醇旺盛的需求和存在的缺口，国际上一些大的甲醇生产商和经销商都把目标对准了中国市场。2008年我国净进口甲醇106.652、万t。2000-2008年国内甲醇供需状况如下表、图：2000-2008年国内甲醇供需状况表 （单位：万t）年份产量进口量出口量表观消费量自给率2000年198.7130.70.5328.960.4%2001年206.5152.11.0357.757.7%2002年211.0180.00.9390.054.1%2003年298.9140.25.1434.068.9%2004年440.6135.93.3573.276.9%2005年535.6136.05.5666.280.4%2006年847.9112.719.0941.690.0%2007年1076.484.556.31104.697.4%253、008年1126143.436.81232.691.32000-2008年国内甲醇供需平衡示意图我国甲醇进口主要来自中东、南美以及大洋洲等天然气资源丰富、价格低廉、甲醇装置具有经济规模的国家和地区，近三年国内进口甲醇来源及价格情况如下表：近三年我国甲醇进口贸易国（单位：万t）国别2006年2007年2008年进口量比例进口量比例进口量比例沙特24.321.6%24.128.5%42.929.9%智利40.335.8%1.51.8%4.33.0%伊朗11.410.1%26.130.9%27.919.4%印尼3.63.2%2.22.6%13.99.7%新西兰7.76.8%10.312.2%11.554、8.0%马来西亚5.34.7%5.36.3%11.17.7%卡塔尔10.19.0%1.51.8%3.72.6%巴林7.16.3%3.23.8%2.61.8%阿曼0.00.0%7.08.3%19.913.9%韩国0.50.4%0.30.4%3.92.7%其它2.42.1%2.83.3%1.71.2%合计112.7100.0%84.5100.0%143.4100.0%由于国际能源价格不断上扬，近年我国甲醇进口价格也呈上升趋势，2008年甲醇进口完税价格为3060元/t。2001-2008年甲醇进口价格如下表所示：近年甲醇进口平均价格 （单位：元/t）年份进口完税平均价格进口关税税率备注2001年155、49410%汇率8.32002年157910%汇率8.32003年23875.5%汇率8.32004年25955.5%汇率8.32005年24515.5%汇率8.12006年26295.5%汇率7.92007年28535.5%汇率7.52008年30605.5%汇率6.852.3.2.2 产品出口分析我国甲醇出口量一直维持在较低的水平，一方面因为近年我国甲醇的消费需求较高，另一方面是因为我国甲醇主要采用煤为原料，而且小型甲醇装置为主，与国外以天然气为原料的大型甲醇相比在经济性上处于劣势。近年来我国甲醇主要的出口去向有韩国、中国台湾省以及美国亚，2008年我国共出口甲醇36.8万t，主要销往韩国56、，占总出口量的66.8%。近三年国内甲醇出口国别和平均价格分别如下表：近年来国内甲醇出口国别和平均价格情况国别2006年2007年2008年出口量比例出口量比例出口量比例韩国10.957.4%23.742.1%24.666.8%台湾省1.89.5%6.912.3%6.818.5%马来西亚0.94.7%5.59.8%0.20.5%印度00.0%4.88.5%00.0%美国00.0%3.66.4%1.23.3%新加坡0.94.7%35.3%0.82.2%其它4.523.7%8.815.6%3.28.7%合计19100.0%56.3100.0%36.8100.0%近年甲醇出口平均价格年份出口平均价格57、（$/t）出口平均价格（￥/t）备注2001年214.91784汇率8.32002年456.33787汇率8.32003年239.71990汇率8.32004年261.22168汇率8.32005年265.92154汇率8.12006年349.32760汇率7.92007年399.62997汇率7.52008年481.63295汇率6.852.3.3 甲醇消费市场分析2.3.3.1 细分市场分析2008年国内甲醇主要消费在甲醇衍生物领域，其中作为甲醛原料是最大的消费领域，占总消费量的45.6%，其次二甲醚占16.8%，以下是醋酸占10.7%；在甲醇的直接用途中，甲醇作为燃料使用在一些省份发展较58、快，多是使用在甲醇掺烧汽油领域，2008年已占总消费量9.7%。2008年国内甲醇消费结构及预测情况如下表：2008年国内甲醇消费结构（单位：万t）消费结构消费量比例甲醛56345.66%燃料1209.73%醋酸13210.71%MTBE806.49%二甲醚20716.79%甲胺604.87%甲烷氯化物282.27%烯烃00.00%其他433.49%合计1233100.00%2008年国内甲醇消费够成图2008年甲醇消费结构分析及需求预测分述如下： 甲醛甲醛是重要的有机化工原料，也是基础碳一化学品之一，其化学性质活泼，易于聚合，是化学合成中重要的中间体。国内甲醇用于生产甲醛的消费约占甲醇总消费59、的40%以上。甲醛主要用于制造热固性脲醛、酚醛和蜜胺甲醛树脂及其它氰胺甲醛树脂，也是聚甲醛、维尼纶等各种合成材料的重要原料，广泛应用于胶粘剂、涂料、塑料、炸药、染料以及医药、农药等众多化工及非化工领域中。2008年我国甲醛生产企业超过了400家，总生产能力约2080万t/a，甲醛总产量约1250万t，居世界首位。2008年中国主要甲醛生产厂商生产能力如下表：2008年国内甲醛主要生产企业概况 （单位：万t/a）序号生产商名称装置地点生产能力1建滔（番禺）化工有限公司广东省番禺252建滔（太仓）化工有限公司江苏省太仓203上海溶剂厂上海194广东榕泰实业股份有限公司广东省揭阳185河北文安凯跃化60、工公司河北省文安406广州溶剂厂广东广州207河北文安太平洋公司河北省文安108河北正定腾飞公司河北省正定189河南新乡新龙化工公司河南新乡1010山东潍坊寿光旭东化工公司山东潍坊寿光1011山东德州禹城大禹精细化工公司山东德州禹城2012上海申星化工有限公司上海1513珠海一德石化有限公司广东省珠海1314镇江李长荣综合石化有限公司江苏省镇江1215苏州精细化工集团有限公司江苏省苏州1216建滔（常州）化工有限公司江苏省常州1817连云港雅丹化工有限公司江苏省连云港1218湖北浠水中泰化工有限公司湖北省浠水1219广州市骏鑫化工有限公司广东省番禺1020河北冀州银河工业有限公司河北省冀州1061、目前国内大部分的甲醛被用来生产“三醛树脂”，因此建筑、建材行业的发展将直接影响甲醛的消费。我国是一个人口众多的国家，这方面的需求潜力很大，我国的建筑、建材及装饰行业仍将保持良好的发展态势，这将对我国的甲醛工业的发展产生重要影响。根据全国甲醛行业协作组分析预测，“十一五”期间国内甲醛供需预测如下表：甲醛供需预测表 （单位：万t/a，万t）年份2008年2010年2015年需求125013501900产能2产量125013501900开工率60%62.80%82.6%2008年国内甲醛产量约为1250万t（以37%甲醛溶液计），消费甲醇563万t，占总消费量的45.6%。根据预测，到2010年我国62、甲醛产量将达到1350万t，2015年达到1900万t左右；届时国内甲醛行业对甲醇的需求量将分别达到608万t和855万t。 醋酸醋酸是重要的有机原料，主要应用于醋酸乙烯/聚乙烯醇、醋酸酯、对苯二甲酸（PTA）、醋酐/醋酸纤维素、医药、氯乙酸等领域。随着国内醋酸乙烯、醋酸酯、醋酐/醋酸纤维素和PTA的需求量逐步增长，促进了对醋酸的需求。2008年，我国醋酸的生产能力为427万t/a，其中甲醇羰基合成法343.6万t/a，占总能力的80.5%，乙醇乙醛法83.5万t/a，占总能力的19.5%。由于国内醋酸需求的快速增长，致使更多的社会资本进入醋酸生产行业。随着国内甲醇羰基合成法装置不断扩产，特别63、是近年煤化工和天然气化工的长足发展，大型甲醇羰基合成醋酸建设项目增多。2008年国内醋酸主要生产企业的生产情况（单位：万t/a）序号企业名称生产能力备注1江苏索普（集团）有限公司60甲醇羰基合成2南京Celanese60甲醇羰基合成3扬子乙酰化工有限公司35甲醇羰基合成4上海吴泾化工有限公司60甲醇羰基合成5山东兖矿国泰化工有限公司60甲醇羰基合成6云南云维集团20甲醇羰基合成7陕西榆林天然气化工公司15甲醇羰基合成8山东华鲁恒升集团30甲醇羰基合成9贵州水晶3.6甲醇羰基合成10吉林吉安集团松原吉安生化有限公司21乙醇乙醛法11山东金沂蒙集团有限公司10乙醇乙醛法12石家庄新宇三阳实业有限公64、司10乙醇乙醛法13广西柳州凤荣释业生物科技有限1公5乙醇乙醛法14天津市冠达实业总公司4乙醇乙醛法15南通醋酸化工股份有限公司1.5乙醇乙醛法16肥城市荣祥化工有限公司2乙醇乙醛法17南阳天冠集团有限公司1.5乙醇乙醛法18江阴市长华化工有限公司2乙醇乙醛法19南宁化工集团有限公司1.5乙醇乙醛法20天津市宁河县永宏福利化工厂0.5乙醇乙醛法21明天（沈阳）酒精有限公司3乙醇乙醛法22辽通中科天元化工20乙醇乙醛法23其它1.5乙醇乙醛法合计427.1今后几年我国醋酸工业将经历一个新建和扩建投产高峰，我国将成为世界上最大的醋酸生产国家。预测到2010年我国各种生产方法的醋酸生产能力将达到7265、1万t/a。2008年产量约245万t，进口量为30.4万t，出口量2.3万t，表观消费量达到273.1万t。2000-2008年国内醋酸消费量年均增长率为13.8%。2000-2008年国内醋酸供需情况如下表：2000-2008年国内醋酸供需情况 （单位：万t）年份产量进口量出口量表观消费量自给率2000年86.510.40.196.889.4%2001年86.119.90.1105.981.3%2002年85.134.90.1119.971.0%2003年94.750.50.1145.165.3%2004年111.652.51.6162.568.7%2005年137.054.23.518766、.773.0%2006年177.770.72.8245.672.4%2007年21049.913.8246.185.3%2008年24530.42.3273.189.7%我国醋酸消费量最大的领域主要是对苯二甲酸、醋酸酯和醋酸乙烯/聚乙烯醇等。2008年国内醋酸产量约为245万t，消费甲醇达到132万t，占甲醇总消费量的10.7%。预计2010年我国醋酸需求量为330万t，产量为415万t，消耗甲醇224万t；预计2010-2015年，我国醋酸仍将保持5%左右的增长速度，到2015年需求量达到420万t左右，产能约为900万t/a，产量630万t，消耗甲醇340万t。醋酸供需预测表 （单位：万t67、/a，万t）年份2008年2010年2015年需求273330420产能427690900产量245410630开工率57.4%60%70% MTBE甲基叔丁基醚（MTBE）是一种良好的汽油添加剂，其辛烷值高达117，与催化裂化、催化重整汽油调合后可使油品辛烷值大大提高，并提高汽油含氧量，从而降低CO、NOx、挥发性有机物如苯、醛、炔等毒性物质排放量。MTBE是由甲醇和异丁烯反应制得的高辛烷值无铅汽油添加剂。目前我国汽车的尾气排放标准及油品标准基本上都参照欧洲标准制定。2005年7月开始执行的新标准要求进一步降低汽油中的烯烃和硫含量，并且汽油氧含量限制为2.7%。我国汽油质量标准的提升，对降硫68、降烯烃提出了更高的要求，同时为弥补汽油辛烷值损失和达到清洁燃烧的目的，MTBE需求量仍将以一定的速率增长。此外，化工领域也将对MTBE有一定的需求增长。2008年，国内MTBE能力为248万t，产量约为220万t，消费甲醇达到80万t，占甲醇总消费量的6.5%。我国主要MTBE生产企业情况（单位：万t/a）序号名称生产能力1北京燕山股份公司152上海石化股份公司7.33镇海炼化分公司154福建炼化有限公司35上海高桥分公司66金陵分公司7.57九江分公司28济南分公司49齐鲁分公司410武汉分公司411广州分公司412茂名分公司413海南炼油化工有限公司1014长岭炼化公司7.515新星泰州69、石化厂316清江石化公司217扬-巴公司818大庆炼化分公司1419哈尔滨石化分公司520吉林石化分公司521大连西太平洋有限公司422抚顺石化分公司723锦西石化分公司4.324大连石化分公司925独山子石化分公司2.526兰州石化分公司15.527华北石化分公司7预计到2010年和2015年国内MTBE产量将达到255万t和280万t；届时国内MTBE对甲醇的需求分别为92万t和101万t。 甲胺甲胺是一甲胺、二甲胺以及三甲胺的统称，三种甲胺都是重要的有机化工原料，广泛应用于有机化工原料、医药、农药、染料等各个部门的生产。今后甲胺在农药行业上的消费将会有所下降，而在医药和其它有机化工原料，70、特别是DMF等方面的消费将会保持较高增长速率。近年来，由于受DMF需求增加影响，作为DMF生产原料，我国二甲胺在局部地区供不应求；一甲胺和三甲胺目前在我国均供大于求。而总体上由于甲胺下游需求的扩大，对甲醇的需求将保持一定的增长速率，其市场前景仍较乐观。国内主要甲胺生产企业情况如下表：国内甲胺主要生产企业状况（单位：万t/a）序号企业名称产能1浙江江山化工股份有限公司152扬子-巴斯夫有限公司43河南安阳九天精细化工有限责任公司124山东华鲁恒升集团205江苏新亚化工公司47太原化学工业集团有限公司0.68安徽淮化精细化工股份有限公司 59山东章丘日月化工有限公司 410河南骏马化工集团有限公司71、211菱天(南京)精细化工有限公司412云南云维股份公司10合计80.62008年国内甲胺产量约50万t，消费甲醇约60万t，占甲醇总消费量的4.9%。预计2010年和2015年国内甲胺产量将分别达到58万t和80万t，届时对甲醇的需求分别为70万t和96万t。 甲烷氯化物甲烷氯化物是一氯甲烷、二氯甲烷、三氯甲烷（氯仿）和四氯化碳的总称。主要用于有机硅单体原料、HCFC-22、溶剂、清洗剂、三醋酸纤维素、以及CFC-11、CFC-12等的生产。“十五“期间，我国甲烷氯化物生产和消费得以迅速发展，特别是一氯甲烷作为有机硅单体原料、二氯甲烷作为溶剂和清洗剂、三氯甲烷为氟氯烃HCFC-22的原料都有72、较大的发展。甲烷氯化物有众多的下游产品，是重要的碳一化工产品。随着国内经济的快速发展，国内有机硅、医药、农药、甲基纤维素和季胺化合物对一氯甲烷的需求较大；而二氯甲烷在感光材料、电子电器、金属脱脂、脱漆和医药等国家重点发展行业的需求将保持增长势头；氯仿作为HCFC-22的原料，在2015年之前仍将呈增长势头；而四氯化碳在制冷剂和溶剂行业将完全被淘汰，将只用作精细化工产品的原料。但总体上甲烷氯化物的前景仍看好，因此对甲醇的需求仍将保持良好的势头。2008年国内甲烷氯化物企业中仅有中国昊华集团西南公司采用天然气热氯法工艺，其余产能全部采用甲醇法工艺，今后我国新建甲烷氯化物装置将全部采用甲醇路线，对甲73、醇的需求将不断增长。2008年国内甲烷氯化物生产企业状况如下表：2008年国内甲烷氯化物生产企业概况（单位：万t/a）序号生产企业生产能力1江苏梅兰化工股份有限公司20.02浙江巨化集团20.03山东金岭化工股份有限公司20.04山东东岳(集团)氟硅材料有限公司14.05昊华西南化工有限责任公司13.06无锡格林艾普化工股份有限公司4.07山东海化集团4.08泸州北方化学工业有限公司2.09重庆天玄化工股份有限公司（停产）10泸州鑫福化工股份有限公司2.011阿科玛(常熟)氟化工有限公司-12重庆天原化工股份有限公司4.013常熟理文(香港)化工有限责任公司4.0合计108.22008年我国甲74、烷氯化物产量约90万t，其中甲醇原料路线甲烷氯化物产量约79万t，消费甲醇28万t。预计到2010年和2015年国内甲烷氯化物产量将达到110万t和154万t，对甲醇的需求将分别达到35万t和51万t。 二甲醚二甲醚是重要的有机原料，其用途十分广泛，可以用于化工合成的原料、气雾剂的抛射剂、替代柴油用作清洁的汽车燃料以及替代LPG作民用燃料等。二甲醚用作燃料具有高效率和低污染的优点，可实现无烟燃烧，因此其作为清洁燃料方面的发展前景潜力巨大，已经得到了国内外的广泛关注。2001年以来不断攀升的国际原油价格和国内对二甲醚替代能源的消费预期，刺激了国内二甲醚项目大规模建设。2006-2008年期间，我75、国二甲醚产业实现超常规发展，生产能力由2006年的60万t/a增至2008年的645万t/a左右。2008年国内主要二甲醚生产企业生产能力情况如下表：2008年国内二甲醚主要生产企业情况（单位：万t/a）序号厂家名称生产能力备注1河北凯跃化工集团有限公司115100万t装置2008年投产2久泰能源（山东）453湖北天茂集团3020万t装置2008年投产4久泰能源（张家港）有限公司302008年投产5山东玉皇化工有限公司2520万t装置2008年投产6久泰能源（广州）有限公司307神华宁煤集团212008年投产8新奥张家港新能股份有限公司209内蒙古天河化工有限责任公司2010永煤集团龙宇煤化工76、有限公司202008年投产11义马新源化工能源有限责任公司202008年投产12河南罗山金鼎化工公司1513库车天成化工152008年投产14云南解化集团152008年投产15陕西渭化集团112008年扩产到11万t16湖南岳阳汉臣石化102008年投产17河北裕泰实业集团有限公司1018河北中捷石化集团1019四川泸天化绿源醇业公司1020江苏邳州永辉化工有限公司102008年投产21山西兰花集团102008年投产2008年我国二甲醚产量为148万t，开工率仅为23%，消耗甲醇207万t。根据国内现有二甲醚装置以及在建和拟建的二甲醚项目情况，预计2010年国内二甲醚的产能约为900万t/a，77、2015年将达到1000万t/a左右。预计2010年和2015年我国LPG需求量分别为2185万t和2510万t，如按50%的LPG掺混二甲醚（比例为20%）估算，二甲醚需求量分别为219万t和251万t，相应消费甲醇分别为307万t和351万t。 燃料甲醇是一种易燃液体，燃烧性能好、辛烷值高、抗爆性好，而且其发动机燃烧的尾气排放总体上优于汽油排放，因此推动了甲醇代用汽油研究和推广。甲醇能以不同比例掺入汽油，形成M3-M5（甲醇掺入比例3-5%）、M10-25、M85-100的车用甲醇燃料。随着国际油价的上涨和国内大型甲醇装置的建成，甲醇生产成本将进一步降低，可以与汽油价格进行竞争，为发展甲醇78、燃料提供了机遇，使其市场前景更为广阔。此外，甲醇作为车用替代燃料的推广可以在一定程度上缓解我国原油短缺，特别是在原油资源匮乏的四川、山西等地，目前已有山西、陕西、四川、河南、重庆、安徽、新疆等地开展了甲醇燃料汽车的示范运行。据估计，2008年国内甲醇作为燃料的消费约为120万t，占甲醇总消耗量的9.7%。随着我国甲醇燃料（M85）标准的发布，M15国家标准预计明年发布，国内甲醇燃料的需求量将会大量增加。预计到2010年和2015年我国汽油需求量将分别达到7090万t和9259万t，如30%的需求量推广M15甲醇燃料，相应甲醇需求量分别为319万t和417万t。如果国家政策鼓励及良好经济效益的鼓79、舞，届时燃料领域对甲醇的需求量可能更大。 甲醇制烯烃原油价格的持续上涨以及甲醇制烯烃技术的突破，为富煤少油地区开辟了以煤为原料生产石化产品的新路线。目前国内富煤地区建设煤基甲醇制烯烃项目的积极性较高，目前国内在建煤基甲醇制烯烃项目情况如下表：国内在建、拟建甲醇制烯烃项目表 （单位：万t/a）序号生产企业生产能力类别预计投产时间1xx国际发电（内蒙古）50MTP2010年2中国神华宁夏煤业集团50MTP2010年3神华煤烯烃（内蒙古）60DMTO2010年根据国内在建煤基烯烃项目项目进展，预计xx、宁煤及神华项目将于2010年建成投产，考虑70%的开工率，2010年将消费甲醇360万t。在保持对80、石油基烯烃竞争力的基础上，2010-2015年期间国内煤基甲醇制烯烃项目将有大幅增长。预计2015年国内煤基甲醇制烯烃项目生产能力将达到480万t/a，消费甲醇1444万t。 其它甲醇在医药、农药、溶剂以及其它化学品等其它行业也有大量的应用，2008年其它领域分别消费甲醇约43万t，占总消费量的3.5%。预计2010年和2015年甲醇需求量将达到50万t和70万t。综上所述，根据近期国内甲醇消费市场的发展状况和趋势分析，今后国内对甲醇的需求将保持较为强劲的增长势头。预计到2010年甲醇需求为2065万t，2006-2010年期间年均增长率为29.4%；2015年达到3725 万t，2010-281、015年期间年均增长率为12.5%。主要来自于国内二甲醚、甲醇燃料和甲醇制烯烃领域的需求增长。2.3.3.2 区域市场分析中国各地区间经济发展不平衡，导致我国甲醇消费区域性差异较明显。2008年我国甲醇表观消费1233万t，主要集中在华东、中南经济发达地区，分别消费甲醇516万t和257万t，分别占总消费量的41.8%和20.8%。2008年国内甲醇区域市场消费结构情况如下图：2008年甲醇区域消费构成示意图随着未来国内甲醇制烯烃和醋酸行业的快速发展，西北和华北地区（主要指内蒙古自治区）甲醇消费量将大幅增长，国内甲醇消费将在一定程度上向西北和华北地区转移，但上述两个地区仍然是国内主要的甲醇调出82、地区。2.3.3.3 替代产品分析国内甲醇消费主要用于下游衍生物的生产，其中甲醇作为甲醛、醋酸、MTBE、甲胺、甲烷氯化物、DME等产品的主要原料，基本不存在替代品；在溶剂领域，随着国内高纯甲醇工艺技术的进步，在该领域也不存在被替代的危险。现有的对苯二甲酸二甲酯（DMT）生产工艺将逐步被直接酯化技术所取代，但DMT对甲醇的需求较小，不会影响未来对甲醇的需求。2.3.4 产品供需预测2.3.4.1 供应预测近年来由于国内甲醇下游行业的迅速发展及甲醇价格的高企，激发了富煤地区发展煤化工产业的积极性，国内甲醇产能快速增长，到2008年已经达到2400万t/a，今后两年还仍有大量的甲醇装置将要建成投产83、。国内主要在建甲醇装置情况如下表：国内主要在建甲醇装置情况序号企业名称规模原料路线1亿达信煤焦化能源有限公司10焦炉气2大连大化集团有限公司303神华包头煤化工有限公司1804神华乌海能源公司30焦炉气5呼伦贝尔东能化工有限公司206xx多伦煤基烯烃项目1677鄂尔多斯市荣程能源化工公司24兰碳焦炉气8世林化工有限公司30两段粉煤9内蒙古三维资源集团2010久泰能源（大路）9011大同煤矿集团6012山西通洲集团10焦炉气13沧州中铁20焦炉气14山西富嘉焦化有限公司20焦炉气15内蒙蒙大6016达钢20天然气17四川旺苍县合众化工有限公司20焦炉气18神华宁夏煤业集团6019宁煤集团煤制烯烃84、16720榆林天然气化工有限责任公司6021华亭中煦煤化工有限责任公司6022青海中浩天然气化工有限公司60天然气23陕西投资集团咸阳分公司6024天富热电股份有限公司3025延长石油180煤天然气26陕西渭河煤化工集团有限责任公司4027青钢兖州焦化厂 10焦炉气28安徽无为华谊6029江苏徐州天安化工15焦炉气30中海油建滔有限公司80天然气31遂平化工厂2032光山化工分公司2033河南鹤煤集团6034重庆化医集团80小计18732008年我国甲醇生产能力约为2400万t/a，到2009年7月，产能增长到2621万t/a，预计到2010年国内甲醇产能将进一步增长到4494万t/a，其中大85、约有500万t/a规模小、能耗高的落后产能，如将这部分产能淘汰，届时有效产能约为4000万t/a，如考虑70%的开工率，产量达到2800万t。预计2010-2015年期间，国内新增甲醇生产能力约8001000万t/a，预计2015年国内甲醇生产能力将达到48005000万t/a，考虑75%开工率，产量达到36003750万t。2.3.4.2 需求预测根据甲醇下游衍生物发展分析及预测，2010年和2015年国内甲醇需求预测情况如下表：国内甲醇需求预测情况消费结构2008年2010年2015年需求量比例需求量比例需求量比例甲醛56345.66%60829.44%85522.95%燃料1209.7386、%31915.45%41711.19%醋酸13210.71%22410.85%3409.13%MTBE806.49%924.46%1012.71%二甲醚20716.79%30714.87%3519.42%甲胺604.87%703.39%962.58%甲烷氯化物282.27%351.69%511.37%烯烃00.00%36017.43%144438.77%其他433.49%502.42%701.88%合计1233100.00%2065100.00%3725100.00%国内甲醇需求预测示意图 （单位：万t）2010年和2015年，华北、中南以及西北地区的甲醇需求急剧增加，主要来自于二甲醚和甲醇制87、烯烃领域的需求，甲醇和烯烃项目的特殊性在于自供甲醇原料，因此国内甲醇区域供需状况不会有较大的变化，华东地区仍将呈供需失衡态势。2010年我国甲醇产能分布（单位：万t/a）地区产能比例东北1523.4%华北139531.0%西南3648.1%华东71716.0%中南73616.4%西北113125.2%合计4494100.0%2010年我国甲醇产能分布示意图2010年和2015年国内甲醇区域市场分析及预测 （单位：万t）区域分布2008年2010年2015年需求量比例需求量比例需求量比例华北地区19816.0%51424.9%96525.9%东北地区756.1%974.7%2917.8%华东地区88、51641.8%67332.6%92024.7%中南地区25720.8%34716.8%59616.0%西南地区836.7%1848.9%2055.5%西北地区1058.5%25012.1%74520.0%合计1234100.0%2065100.0%3725100.0%国内甲醇消费地区分布示意图 （单位：万t）2.3.4.3 供需平衡预测根据上述预测分析，国内甲醇供需平衡预测情况如下表：甲醇国内供需平衡预测 （单位：万t/a，万t）项目2008年2010年*2015年*2008-2010年均增长率2010-2015年均增长率生产能力240040004800500029.1%3.7%4.5%产量89、112628003600375057.7%5.2%6.0%开工率47%70%75%需求量12332065372529.4%12.5%需求平衡-10773512525*为有效产能。2008年国内甲醇供需缺口为107万t，靠进口解决，缺口基本在华东地区。预计2010年国内甲醇出现大规模过剩的局面，在70%开工率的情况下，大约有735万t的过剩量；到2015年国内甲醇过剩的局面将有很大程度改观，在75%开工率的情况下，过剩量在25125万t左右，届时，国内甲醇供需基本平衡，但如果考虑进口甲醇的因素，国内甲醇市场的竞争仍将十分激烈。2.4 产品价格分析及预测2.4.1 国际价格分析和预测国际甲醇主要以90、天然气为原料（中国除外），国际市场甲醇价格的波动不仅随着市场需求而变化，也与原油、天然气等能源的供应状况及价格走向有着密切的关联。2003年以来国际原油价格跌宕起伏，不断刷新历史记录，带动国际市场天然气和甲醇价格走高。2000-2009年国际市场甲醇价格走势如下表：2000-2009年甲醇国际市场价格 （单位：美元/t）年份布伦特原油价格（美元/桶）国际市场甲醇价格2000年28.631802001年24.451902002年25.011632003年28.832502004年38.212832005年54.383192006年65.144712007年72.355372008年97.454891、92009年1-9月54.66228从2003年到2007年间，国际甲醇价格受国际原油价格不断走高，带动天然气价格上涨，气源供应紧张等因素，导致国际甲醇价格持续走高，到2007年达到537美元/t。2008年前十个月国际市场甲醇价格仍然维持在500美元/t以上的高位水平，随着世界金融危机的发生和深入，甲醇价格大幅跳水，2008年底和2009年初下跌到200美元/t，为近年来的最低点。而后，从2009年3月开始触底反弹，到8月已经回升到265美元/t。随着世界经济的逐步好转，原油、天然气价格的上升，预计近期内甲醇价格还会逐步上涨，短期内有可能上升到300美元/t左右。中长期甲醇价格除了受能源价格92、的影响外，供求关系也是重要因素，考虑到相关因素影响，预计中长期国际甲醇价格可能在300350美元/t之间。2.4.2 国内价格分析和预测由于经济全球化的影响，近年来国内甲醇价格随着国际甲醇价格也开始走高。从区域范围看，受运输和市场需求的影响，国内甲醇价格存在西低东高、北低南高的状态，1995-2009年国内市场甲醇价格如下表所示：1995-2009年国内市场甲醇价格 （单位：元/t）年份东北华北华东中南西南西北全国1995年299834100314630811996年24762684221122422427209023551997年282825272591245623202269249819993、8年2819611999年146514280140013982000年184542001年2219412002年16541745171717291633162916852003年232722354226222482004年253962421245425152005年241623432412523062006年281712640241326162007年26642729249522412381271325992008年2894832009年1-8月18580注：2008年前数据来自中国石化咨询公司参数与数据，2009年由CICCC统计1995-2008年期间，甲醇价格呈“W”走势，其中1995年94、国内甲醇产量主要来自联醇装置，生产成本较高；由于亚洲金融危机的影响，1999年国内甲醇市场价格跌倒谷底；2003年后随着国际能源及甲醇价格的上涨，带动了国内甲醇价格的上扬。到2008年第三季度，国内甲醇市场价格上涨到最高点，部分地区甲醇价格达到4000元/t以上，甲醇价格大幅上涨的主要原因是受原油、煤炭等能源和原材料价格的影响。从2008年第四季度开始，同样是受世界金融危机的影响，甲醇价格随着能源价格的变化大幅下降，加上近几年国内甲醇大量投产，产能过剩，以及国外低价甲醇的冲击，使得国内市场甲醇价格一落千丈，部分地区甲醇价格跌到1500元/t甚至以下。从2009年18月份的市场情况来看，国内大部95、分地区甲醇价格在17002000元/t之间，西北地区较低在15001700元/t之间。预计短期内，甲醇价格将会有所回升，但受过剩产能的影响，不会有很大的上涨，甲醇价格会在19002200元/t之间变化。今后几年国内仍有大量的甲醇装置建成投产，国内甲醇市场供大于求的矛盾会进一步加剧，届时甲醇价格将主要受供求关系的影响，预计中长期甲醇市场价格可能会维持在2200-2600元/t之间。本项目技术经济测算采用的甲醇价格为2350元/t。2.5 产品目标市场分析甲醇是重要的基本有机化工原料，其下游应用非常广泛。由甲醇生产的初级产品有甲醛、醋酸/醋酐、甲烷氯化物、甲胺、MTBE、DMT、二甲醚、烯烃、甲醇96、蛋白以及各种甲酯类产品，另外甲醇可以直接作为溶剂、燃料等。甲醇的下游产品分以下几个产品链进行分析： 甲醛及下游产品目前，我国甲醛主要用于三醛胶（脲醛胶、酚醛胶和三聚氰胺甲醛胶）的生产，其次用于生产二苯基甲烷二异氰酸酯（MDI），其它用作生产季戊四醇、1，4-丁二醇、三羟甲基丙烷、新戊二醇、聚甲醛等产品的原料。由于甲醛及甲醛下游产品的市场发展已经较为成熟，市场容量增长有限，对于甲醇的消耗不大，不能从根本上解决本项目大量甲醇的市场销售问题，因此不建议本项目选择甲醛及下游产品产品链。 醋酸及下游产品醋酸作为重要的有机化工原料，用于生产醋酸乙烯、醋酐、醋酸纤维素、醋酸酯类、对苯二甲酸、氯乙酸和醋酸盐类97、等；可广泛用于化工、轻工、纺织、医药、印染、橡胶、农药、照相药品、电子、食品等部门，其衍生物多达几百种。2008年底我国醋酸生产能力约427万t/a，产量为245万t，消费量246万t。预计2010年我国醋酸需求量为330万t，届时生产能力为690万t/a，产能大量过剩。因此不建议介入醋酸领域。对于醋酸下游产品（如醋酐、醋酸乙烯、醋酸酯、醋片等）项目，市场较好，但目前已有大量的在建装置，预计未来市场竞争也将日趋激烈。 二甲醚二甲醚以其清洁卫生、安全性好、应用领域广泛等优势从众多煤化工产品中脱颖而出。在国家发改委、大型国有和民营企业以及国际投资机构的共同推动下，我国二甲醚发展迅猛。2008年国内98、二甲醚产能已经达到645万t/a，产量为148万t，开工率仅为23%，产能已经大量过剩。由于以煤为原料生产二甲醚工艺流程长，能效低，而且目前二甲醚只能用于掺混液化气，加上天然气、LPG等其他能源的竞争，因此，其市场发展前景并不乐观。另外大规模的二甲醚运输对于本项目也不太现实，因此，不推荐二甲醚产品。 燃料甲醇是一种易燃液体，燃烧性能好、辛烷值高、抗爆性好，而且其发动机燃烧的尾气排放总体上优于汽油排放，因此推动了甲醇代用汽油研究和推广。目前我国甲醇燃料（M85）标准已经发布，M15国家标准预计明年发布，国内甲醇燃料的需求量将会有较大的增加。陕西省发展甲醇燃料已经有一定的基础和规模，有较好的条件。99、但目前陕西省甲醇燃料市场消耗甲醇不大，需求量增长需要一定得培育期和发展期，考虑到本项目甲醇产量很大的特点，不建议以甲醇燃料作为本项目的目标市场。 甲醇制烯烃下游产品甲醇制烯烃是目前的投资热点，也是近年来碳一化工唯一的创新技术，此技术把碳一化工和传统石油化工结合起来，拓宽了碳一化工的发展领域。这对于石油资源匮乏的地区发展石油化工产品十分重要，通过此技术使得由煤炭生产乙烯、丙烯，可解决缺油地区石油化工产品供求矛盾。乙烯、丙烯下游主要可投资产品如下图：乙烯产品链示意图丙烯产品链示意图根据甲醇细分市场分析，未来国内甲醇市场主要集中于甲醛、醋酸、二甲醚、烯烃以及甲醇燃料领域。2010年和2015年国内甲100、醇消费构成预测情况如下图：从上述消费预测可以看出，将来国内甲醇消费增长最快的就是烯烃领域。目前我国石化和化工行业的发展还不能满足国民经济发展的要求，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，以甲醇为原料生产石化产品可以在一定程度上填补国内市场的缺口。本项目年产180万t甲醇，采用DMTO技术，可以建设60万t/a甲醇制烯烃装置，符合国家发展改革委发布的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）文件对101、于煤制烯烃项目设置了60万t/a的规模的要求。因此，本项目甲醇加工方案推荐选择甲醇制烯烃下游产品链。 其它甲醇其它下游衍生化工产品还有甲烷氯化物、甲醇蛋白、MTBE、甲胺等。在当前市场条件下，甲醇蛋白暂时不具备投资价值；生产MTBE需外购异丁烯原料，而甲胺、甲烷氯化物需求量不大且环保投资及运营费用较高，因此不适合本项目的特点和建设条件。综上所述，本项目下游产品加工方案和目标市场推荐采用国内自主开发的甲醇制烯烃技术，生产低碳烯烃及其下游石化产品，甲醇产品不外销。3 生产规模与产品方案3.1 生产规模由于甲醇合成塔、压缩机以及其他大型设备的开发和应用，近年来国内甲醇产业正向着单系列、大型化方向发展102、。尤其是随着甲醇制烯烃技术的发展成熟，提出了进一步降低甲醇生产成本的必要性。本项目未来拟采用自主开发的甲醇制丙烯技术（DMTP）建设煤制烯烃项目，目前该技术已完成实验室小试工作，将于2010年完成中试试验。陕煤集团已确定在xx采用DMTP技术发展煤制烯烃项目，考虑到煤制烯烃项目的经济性，本项目生产规模确定为年产180万t甲醇。3.2 产品方案产品方案表 （单位:万t/a）产品名称生产能力产品名称产量备注甲醇180精甲醇180GB338-2004硫磺1.4GB-2449-20063.3 主要产品/中间产品规格3.3.1 甲醇工业用甲醇国家标准（GB 338-2004）项 目指 标优等品一等品合格103、品色度/Hazen单位(铂-钴色号) 510密度(20)，g/cm30.7910.7920.7910.793沸程(0，101.3kPa，在64.065.5范围内，包括64.60.1)/ 0.81.01.5高锰酸钾试验，min 503020水混溶性试验通过实验（1+3）通过实验（1+9）水的质量分数，% 0.100.15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羰基化合物含量(以CH2O计)，% 0.0020.0050.010蒸发残渣质量分数，% 0.0010.0030.005硫酸洗涤实验/Haz104、en单位(铂-钴色号)50乙醇的质量分数%供需双方协商3.3.2 硫磺工业硫磺国家标准（GB-2449-2006）项 目指标优等品一等品合格品硫的质量分数，% 99.9599.5099.00水分的质量分数，%固体硫磺 2.02.02.0液体硫磺 0.100.501.00灰分的质量分数，% 0.030.100.20酸度的质量分数（以H2SO4计），% 0.0030.0050.02有机物的质量分数，% 0.030.300.80砷（As）的质量分数，% 0.00010.010.05铁（Fe）的质量分数，% 0.0030.005-筛余物的质量分数a，%粒度大于150m 003.0粒度为75150m 0105、.51.04.0a 表中的筛余物指标仅用于粉状硫磺4 全厂总工艺流程及技术方案4.1 全厂总工艺流程及物料平衡4.1.1 原料路线确定煤炭、焦炭、天然气、炼厂气、石脑油（轻油）、渣油（重油）、焦炉气和乙炔尾气等均可用来生产合成气，作为合成甲醇的原料。其中以煤或天然气为原料制合成气的生产工艺都比较成熟，国内外都有大型工业化装置在运转。根据陕西省资源分布及储量，xx地区发展甲醇甲醇可供选择的原料主要为煤炭和天然气。国家天然气利用政策明确限制采用天然气作为原料新建甲醇项目，因此，本项目推荐采用煤为原料生产甲醇的原料路线。4.1.2 总工艺流程及物料平衡xx年产180万t煤制甲醇项目工艺流程简图物料平106、衡表物料号12345物料名称原料煤氧气粗煤气变换气净化气组份t/h(wt)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%H220252532.96%35416146.40%35404467.90%CO30372549.43%15158319.86%15001628.77%CO210390416.91%25414933.30%152492.92%CH46120.10%6110.08%5810.11%Ar+N28300.4%15090.25%15080.20%15270.29%H2S+COS12290.20%12300.16%00.00%CH3OHH2O86023815107、26其它20673299.6%体积流量352.8100%207563100%614456100%763242100%521416100%温度常温402404040压力MPa常压9.86.25.45.2物料平衡表（续）物料号678910物料名称粗甲醇精甲醇弛放气富氢气酸性气组份kg/h(wt)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%Nm3/h(V)%H2500.02%1756489.90%1545597.95%482.41%CO1490.06%3611.85%730.46%502.52%CO26370.27%1820.93%1180.75%66133.26%CH41460.06%108、4512.31%00.00%00.00%Ar+N27950.34%8994.60%1320.84%00.00%H2S+COS00.00%00.00%122861.81%CH3OH22837596.22%22500099.99%800.41%H2O71833.03%230.01%10.00%体积流量237336100%225023100%19538100%15778100%1987100%温度40404025压力MPa0.50.57.00.14.2 煤气化4.2.1 煤气化技术方案选择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。煤气化技术类别在三类气化炉中，固定床气化109、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）以及干粉煤加压气化技术（Shell、GSP），上述各种气化工艺特点及优劣势分析如下。4.2.1.1 Lurgi加压气化技术Lurgi碎煤加压气化技术产生于20xx40年代，是目前世界上建厂数量最多的煤气化技术，110、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t合成氨，山西天脊集团为年产30万t合成氨。Lurgi加压气化技术特点如下：l 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；l 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；l 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；l Lurgi气化技111、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；l 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。4.2.1.2 BGL气化炉B112、GL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。BGL气化炉示意图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月成功完成炉体改造和开车试验，达到预期目标。云南解化集团在开远市应用BGL气化技术建设20万t甲醇/二甲醚生产装置也以投产。BGL气化炉示意图如下：BGL气化工艺具有以下特点：l 煤料床顶部113、的气体温度一般为450、因而不需要昂贵的热回收设备；l 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，这样，产品冷却段使用低成本的碳钢就足够了；l 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l 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；l 气化过程中无飞灰产生；原始产品气的CO2含量低；能够满足改变负荷的要求；l 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；l 在气化炉底部的高温区，炉壁被一层固体灰渣所保护；114、l 原煤可被气化，粉煤可另加工成型煤投入或从喷嘴喷入；l 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；l 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；l 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She115、ll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。4.2.1.3 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，后经各国生产厂家及研究单位逐步完善，于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116、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。目前国内已建成投产以及正在设计建设中的有代表性的GE气化装置如下表：中国水煤浆气化装置概况表工厂名称投煤量（t/d）气化炉 （台数）气化压力（MPa）投产时间流程特点产品山东鲁南化肥厂3601+112.72.91993年2000年激冷流程氨、甲醇上海焦化厂15003+14.01995年激冷流程甲醇、CO渭河化肥厂15002+16.51996年激冷流程合成氨淮南化工总厂10117、002+14.01999年激冷流程合成氨浩良河化肥厂10002+14.02004年激冷流程合成氨金陵石化公司20002+14.02005年激冷流程合成氨神木化工10002+14.02005年激冷流程甲醇兖州煤业榆林能化30002+16.52008年激冷流程甲醇兖矿国宏化工公司25002+16.52007年激冷流程甲醇新奥集团30002+16.52008年激冷流程甲醇中石化南化公司15001+18.72006年激冷流程合成氨GE水煤浆气化工艺具有如下特点：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118、15%为宜，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。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。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。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。由于水煤浆中含有3540%水分，因而氧气119、用量较大。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。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。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。4.2.1.4 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2000t的单系列大型气化装置。目前国内已有20套装置120、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。引进Shell气化技术概况（单位：t/日）序号业主投煤量产品开车时间1中石化洞庭氮肥厂2000合成氨2006年2湖北双环化工集团有限公司1000合成氨2006年3柳州化工股份有限公司1300合成氨2006年4中石化湖北化肥分公司2000合成氨2007年5中石化安庆化肥分公司2000合成氨2006年6云天化集团云南天安化工有限公司2600合成氨2008年7云南沾化有限责任公司2600合成氨2008年8河南永城煤电（集团）有限责任公司2000甲醇2008年9中原大化有限公司2000甲醇2008年10中国神华煤制油有限公司2121、2400制氢2008年11大连化工集团有限责任公司1300甲醇2008年12河南开祥化工有限公司1300甲醇2008年13天津渤海化工集团天津碱厂22400甲醇、合成氨工程设计中14贵州宏福化工有限公司2400甲醇、合成氨工程设计中15xx国际多伦煤基烯烃32800甲醇2009年16河南鹤壁煤化集团2700甲醇工程设计中17云南云天化股份有限公司甲醇2008年签约18大同煤矿集团有限责任公司甲醇2008年签约19河南龙宇煤化工有限公司甲醇2008年签约Shell粉煤气化工艺具有如下特点：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122、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。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。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。配套的空分装置规模相对缩小，投资也可相应降低。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。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。热效率高。S123、hell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%。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。国产化程度较低，投资高。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。目前国外有一套用于发电的Shell气化炉在运行，2006-2008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124、复杂，在设备制造、安装和工程实施方面难度大，周期长。4.2.1.5 Siemens公司GSP干煤粉气化工艺GSP工艺技术于上xx70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）电厂建立了一套130MW冷壁炉的商业化装置，原料处理能力为720t/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。国内GSP工艺技术应用情况序号项目名称气化炉（台数）投煤量（t/d）备注1神华宁夏煤业集团有限公司5200050万t/a煤制烯烃2山西兰花煤化工有125、限责任公司2200030万t/a合成氨GSP工艺技术有以下特点：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。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。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。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。热效率高，冷煤气效率为78%8126、3%，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%。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。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。目前GSP气化炉仅有一套720t/天的装置运行，装置能力较小，工程放大还有一定风险。气化炉的结构较为复杂，需引进，国产化程度较低。目前GSP气化炉用于化工生产尚无先例，开车运行经验少，可靠性有待验证。4.2.1.6 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127、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。多喷嘴对置式水煤浆气化技术工艺原理简图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128、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在施工建设或设计中：新型水煤浆气化技术的项目应用状况工厂名称投煤量（t/d）气化炉（台数）气化压力（MPa）投产时间流程特点山东华鲁恒升化学有限公司75016.52004激冷流程兖矿国泰化工有限公司115011501+114.02005激冷流程山东滕州凤凰国产化大化肥30002+16.5在建激冷流程镇江索普CO/甲醇项目30002+16.5在建激冷流程山东鲁南化肥厂115014.02008激冷流程江苏灵谷合成氨项目18001+14.02009激冷流程神华宁煤1129、8002+14.0在建激冷流程对置多喷嘴水煤浆气化技术技术特点如下：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2%3%；碳转化率提高2%3%，比氧耗降低7.9%，比煤耗降低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。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。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，合成气中细灰含量130、低(1 mg/Nm3)。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。4.2.1.7 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，且131、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。多元料浆气化技术在国内应用状况如下表：多元料浆气化技术建设装置表（单位：万t/a）序号企业名称规模用途运行时间1浙江丰登公司3合成氨20002浙江巨化公司6甲醇20023山东华鲁恒升公司30合成氨20044山东华鲁恒升公司30甲醇20065内蒙古三维资源集团有限公司20甲醇20086甘肃华亭中煦煤化工有限责任公司60甲醇20097内蒙古伊泰煤制油有限公司16煤制油20098久泰能源内蒙古有限公司90甲醇20099陕西咸阳化学工业有限公司60甲醇200910山西华鹿煤化工有限公司20甲醇200911安徽淮化集132、团有限公司30合成氨200912内蒙古奈伦集团有限责任公司30合成氨200913新疆天富热电股份有限公司30甲醇201014鄂尔多斯蒙华能源有限公司20甲醇201015山东阿斯德化工有限公司30合成氨201016贵州鑫晟煤化工有限公司30甲醇201017合肥四方集团20甲醇200918蒙大新能源60甲醇201019内蒙古伊化集团60甲醇201120贵州盘江煤电股份有限公司60甲醇2010多元料浆气化技术主要有以下特点：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。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133、且有利于热量回收、耐火材料保护及固液分离。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。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96%98%。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。独具特色的灰水处理技术（IIII级换热闪134、蒸），减少了装置投资，简化了工艺流程。设备完全立足于国内，投资少，效益显著。三废排放少，环境友好，属于洁净气化技术。通过40余年的开发和完善，多元料浆气化技术形成了完整、系统的专利体系。4.2.1.8 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（2x500 t/d）建设用于10万t/a甲醇装置。非溶渣溶渣分级气化技术示意图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：氧气的分级加入提高135、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；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，降低喷嘴附近的温度，延长喷嘴的使用寿命；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；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；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。4.2.1.9 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136、集团公司内建成，处理煤量为3640 t/d，操作压力为3.04.0 MPa，操作温度为13001800。截至目前，装置累计运行时间达到2300小时，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。两段式干煤粉气化炉结构示意图两段式干煤粉加压气化技术具有如下工艺特点：l 煤种适应性广：煤137、种适应性广，从无烟煤、烟煤、褐煤到石油焦均可气化。l 气化温度约13001600，压力可达4.0 MPa，碳转化率高达99%以上，产品气体相对洁净，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。 l 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。l 干煤粉被气化剂雾化，在气化炉的一段（温度13001600C）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（10001300C）送入少量煤、138、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。l 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。l 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。l 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。l 氧耗比较139、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。4.2.2 工艺技术方案的比较和选择4.2.2.1 煤气化技术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，目前已基本淘汰。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，原料价格高；且生成气中氮气含量高，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140、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。本项目气化工序推荐采用气流床气化技术，目前国内外具有代表性的Shell、GE、GSP、多喷嘴、多元料浆等气化技术的比较如下:气流床煤气化工艺技术比较序号工艺名称ShellGEGSP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，要求防爆、防泄漏6065%水煤浆输煤系统简单，操作方便煤：60-65%油：10-15%水：20-30%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141、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4-6，灵活性大1，灵活性小1，灵活性小4，灵活性大15气化压力 MPa2.04.02.88.72.04.04.06.51.3-6.56气化温度 140016001300140014001600130014001300-14007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/d3000250-18009氧气消耗 (km3CO+H2)33036038043033034038043040010碳转化率 %9998999896-9142、811冷煤气效率 %78837076788372787612总热效率 %98（废锅流程）9090（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一般高高16设备国产化程度较低，引进气化炉内件高，引进烧嘴、煤浆泵较低，引进气化炉高，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较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GSP均属于粉煤气化工艺，与水煤浆气化工艺相比，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，但在技术的可靠性、投资、国产化、工程实施、生产经143、验等方面不如水煤浆气化工艺。本项目气化用煤水分含量低，属低硫含量的较易成浆性煤种；其灰分含量较低，固定碳含量高、发热量高，可磨性中等，反应活性中等。从设计煤种的煤质指标和以往生产使用情况判断，干粉煤气化和水煤浆气化工艺均适用于该煤种的气化，都可以作为本项目的备选煤气化技术。以Shell、GSP为代表的国外先进粉煤气化技术工艺技术指标先进，尤其是Shell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，但引进国外干粉煤气化工艺最大的弱点是投资高；尽管GSP气化技术投资较Shell技术低，单比水煤浆仍然高出很多，而且国内外也没有用于甲醇生产的经验可以借鉴。目前，我国自主开发的水煤浆气化技术已144、经成熟，并达到国际先进水平，大型工业化装置国产化率达90%以上，气化炉在国内制造，可以控制并节省大量投资、同时可有效缩短建设周期。此外，水煤浆气化技术国内支撑率高，生产运行管理经验多，风险少，因此本项目推荐采用水煤浆气化技术。国内运行经验比较丰富的有GE水煤浆加压气化技术和西北化工研究院开发的多元料浆气化技术。目前，水煤浆加压气化压力可以采用2.8 MPa、4.0 MPa 、6.5 MPa和8.7 MPa，四种气化压力均已有大型装置的运行经验。甲醇装置气化系统压力采用8.7 MPa，甲醇合成采用低压等温甲醇合成技术，可以充分利用气化系统的压力，实现甲醇等压合成，甲醇能耗可以比6.5 MPa气化145、压力降低5%，节能效果显著。但8.7 MPa气化技术仅需配置6台气化炉，从停车、倒炉到维修的工作量要比6.5 MPa气化炉降低很多，而且国内缺乏成熟、完善的生产、管理经验。因此，本项目暂推荐采用多元料浆气化技术，气化压力为6.5 MPa。多元料浆加压气化技术，以煤、石油焦、石油沥青等含碳物质和油（原油、重油、渣油等）、水、添加剂等经优化混配形成多元料浆气化技术，已成功地应用于油气化装置的改造，并建有多套工业化装置，能够满足本项目的建设要求。4.2.2.2 气化炉规格气化炉的规格有2800、3200二种，可根据合成气规模确定。本项目日处理煤量为7664t，拟选用3200气化炉8台，6开2备。气化146、炉检修时间为每40天左右一次，每次约需10天左右，每年至少更换或检修耐火砖一次，时间约1个半月，因此，两台备用气化炉可以保证安全稳定连续生产。4.2.2.3 灰水处理灰水处理系统主要包括：高温闪蒸单元、低温闪蒸单元和黑水澄清单元、细渣过滤单元。4.3 变换4.3.1 工艺技术概况采用GE水煤浆气化所产合成气生产甲醇，由于煤气化送出的6.2 MPa粗煤气中CO含量为49%（干基）左右，H2含量为33%，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147、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，适用于总硫含量低于100 ppm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148、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。4.3.2 工艺技术方案的比较和选择4.3.2.1 变换工艺选择本装置采用水煤浆气化工艺生产粗合成气，粗合成气具有蒸汽分压高、硫含量较高，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：可以避免冷热病。采用水煤浆加压气化工艺，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。钴钼系149、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。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150、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，整个流程包括：合成气变换、热量回收和冷凝液回收。其中，变换炉采用轴径向反应器，内件进口，外壳国内供应。4.3.2.2 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2.5 MPa和大于2.5 MPa二大类151、，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，下表将催化剂性能及使用业绩进行对比说明。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1.01.50.730.750.152、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和QCS-01比较适合本装置。K8-11可使用在宽温变换和低温变换，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153、可在选择K8-11和QCS-01中选择，均可国内生产供应。4.4 酸性气体脱除4.4.1 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，世界上脱碳工艺，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154、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155、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156、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：4.4.1.1 NHD（Selexol）脱硫、脱碳工艺用聚乙二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157、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：溶剂对CO2、H2S等酸性气体吸收能力强；溶剂的蒸汽压低，挥发性小；溶158、剂不氧化、不降解，有很好的化学和热稳定性；溶剂对碳钢等金属材料无腐蚀性；溶剂本身不起泡；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；溶剂无臭、无味、无毒，但价格较贵；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；采用水力透平回收热量，减少溶液输送功耗；4.4.1.2 低温甲醇洗脱硫、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159、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：溶剂在低温下对CO2、H2S、COS等酸性气体吸收能力极强，溶液循环量小，功耗少；溶剂不氧化、不降解，有很好的化学和热稳定性；净化气质量好，净化度高，CO220ppm，H2S0.1ppm；溶剂不起泡；具有选择性吸收H2S、COS和CO2的特性，可分开脱除和再生；溶剂廉价易得，但甲醇有毒，对操作和维修要求严格；该工艺技术成熟，目前全世界约有87套大中型工业化装置。160、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；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。4.4.2 工艺技术方案的比较和选择NHD工艺和低温甲醇洗工艺比较如下：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161、-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气体损失气体损失净化损失占总H2量的约0.12%净化损失占总H2量的约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162、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163、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。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%。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164、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。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165、肥厂20万t/a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。而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，但鉴于该技术尚未在大型装置上应用，考虑到本项目装置规模大，采用国内技术存在着一定的风险。从目前情况看，在本项目低温甲醇洗装置中Linde与Lurgi两种工艺流程均可采用，最终选择何者，还要参考商务报价、设备制造周期等相关因素确定，本项目可研报告推荐选用Linde低温甲醇洗工艺。由于运输尺寸限制，低温甲醇洗工段推荐按双系列考虑。4.5 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166、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Sulfree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167、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，168、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169、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170、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。热力学因素限制了硫的转化率；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；由于发生副反应，生成了一些难以转化的硫化合物；对空气和酸气配比调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171、氧化吸收等。克劳斯尾气处理技术工艺类型最低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%国内可靠能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%国外可靠可能120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%国外可靠可能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，172、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 可靠可能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%国内可靠能较高该工艺处理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173、限液相硫回收装置-99.9%国内可靠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H2S174、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气中硫的净化度，故上游装置只设置2个转化器，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。（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175、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。4.6 冷冻设置冷冻工序向低温甲醇洗和空分装置提供冷量。冷冻装置是将制冷剂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176、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177、面积小，一次性投资低，制冷介质丙烯为本项目的产品之一，容易获得，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，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。项目所需冷量表序号用户蒸发温度冷冻量1低温甲醇洗-4026800 kW2低温甲醇洗05400 kW4.7 合成气压缩本项目甲醇装置采用等压合成，仅设置循环气压缩机，采178、用离心式压缩机。4.8 甲醇合成4.8.1 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：（1） 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179、渐被等温式反应技术和气冷水冷联合反应器所取代。（2） 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Mega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，其具有如下优点：l 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；l 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；l 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180、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%；l 单系列能力大，单系列能力可达7000t/日规模。Lurgi甲醇合成反应器示意图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xx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xx国际项目将于2009年投料试车。（3） 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181、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：l 催化剂在壳侧有更高的催化剂容量同时易装载；l 等温反应有利于提供催化剂寿命；l 单程径向流的低压降低能耗；l 反应器可副产1.52.5 MPa的低压蒸汽。Davy甲醇合成反应器示意图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5400t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5500t/日甲醇技术引进合同，采用两个合成塔耦合串并联。（4） Casale I.M.C等温合成反应器技术原料合成气经过两个催182、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换热以保证低压降，进料气预热到上床层初反应温度进入催化剂上床层反应。该反应器的特点是：l 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；l 循环量小，动力消耗和公用工程消耗小；l 设备尺寸相对较小，单台生产规模大。Casale甲醇合成反应器示意图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183、剂装卸困难。一般塔高为16m，相应的生产能力为5000 t/d。上海焦化有限公司45万t/a甲醇装置、新能能源有限责任公司60万t/a甲醇、山东久泰能源（内蒙古）有限公司100万t/a甲醇装置采用了Casale的IMC板间换热式甲醇合成技术。Casale承接的最大甲醇项目是伊朗正处于项目设计阶段的7000 t/d天然气制甲醇项目。（5） 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：l 较高的单程转化率。l 184、较低的催化剂用量。l 热量回收好。l 设计简单，设备制造容易，便于运输。l 单系列生产能力大。l 缺点是设备台数多，流程复杂，投资较大。l 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5109。（6） 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185、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：l 单程转化率高，甲醇出口浓度可达其它反应器的1倍；l 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；l 单系列生产能力高，可达2500t/日。三菱甲醇合成反应器示意图（7） 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，186、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：l 气体径向流动，流道短，空速小，压降小。l 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。l 单程转化率高，循环气量小。l 锅炉列管187、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%。l 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。l 结构复杂，制造难度大；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。（8） 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188、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t甲醇/年，因此本项目不推荐使用。4.8.2 工艺技术方案的比较和选择上述各种甲醇合成塔都有工业化装置的业绩，各有优缺点，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5400t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189、司也于2006年和Davy公司签订了5500t/日甲醇技术引进合同，采用两个合成塔耦合串并联，预计将于2010年商业运行。由于Davy公司技术已经成功应用于日产5400t级甲醇规模，因此，本项目推荐采用Davy公司SRC甲醇合成技术。4.9 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190、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。4.10 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。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191、资比1.01.152相对能耗1.00.6-0.73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。4.11 空分4.11.1 工艺技术概况空分技192、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：用高效的两级精馏工艺制取高纯度的氧气和氮气；用增压透平膨胀机，利用气体膨胀的输出功直接带动增压风机以节省能耗，提高制冷量；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；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193、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（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194、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。4.11.2 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、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。4.11.2.1 空分规模本项目甲醇装置生产能力为180万t/a，拟采用多元料浆气化工艺，要求使用纯度99.6%、压力8.3 MPa(G)的氧气207563 Nm3/h，具有氧气用量大、用氧压力高的特点。目前在世界上仍没有如此大规模的单系列空分装置运行的先例。因此，只195、能将空分装置拆分成若干个子装置，采用同步运行的模式。考虑到煤种变化和生产能力变化所引起氧气消耗的波动，本项目空分装置的拆分规模可分为460000 Nm3/h和380000 Nm3/h，两个方案均能满足气化要求。本项目暂推荐选择供氧能力为60000 Nm3/h的空分装置四套，具体方案待与空分供货商交流后最终确定。4.11.2.2 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196、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。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197、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。4.11.2.3 空分设备选择目前国外大型空分装置规模已达120000 Nm3/h以上，国内已经投运的宝钢5#空分单机容量为70000 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198、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70%80%。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的、可靠的、先进的。4.11.2.4 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-4199、0。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。本装置采用四套60000 Nm3/h的空分系统，产品方案如下：空分产品方案（单位：Nm3/h）序号项目规格数量1氧气99.6%，11.0MPa2075632氮气99.99%，13.0MPa24003氮气99.99% 0.5MPa370004仪表空气0.5MPa，4082504.12 技术来源及引进范围根据上述工艺技术的选择，确定甲醇装置技术来源及引进范围如下：甲醇装置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煤气化多元料浆加压气化西北院2空分内压缩流程国内合资200、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Linde工艺软件包或基础工程设计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术国内技术7硫回收克劳斯+SCOT国内技术4.13 工艺流程和消耗定额4.13.1 工艺流程说明（1）煤浆制备气化原料煤送进破碎机破，碎粒度小于10mm后，加入振动筛筛出大颗粒煤，合格的煤粉被原料皮带输送机送入料仓，再经煤称重进料机计量送入磨机。原料在磨机中与水、添加剂、pH值调节剂一次共磨制浆，达到要求的粒度分布，制得料浆浓度约为6065%。磨机溢流出的料浆经圆筒筛除去料浆中的大颗粒后201、，依靠重力流入磨机出口槽，磨机出口槽搅拌器使料浆均化并保持悬浮状态。料浆再通过低压料浆泵送入气化系统的料浆贮槽供气化用。（2）煤气化水煤浆经高压料浆泵送入工艺烧嘴。料浆和氧气经工艺烧嘴喷入气化炉内，进行气化反应，生成粗煤气。气化原料中的未转化组份和由部分灰形成的液态熔渣与生成的粗煤气一起并流进入气化炉下部的激冷室。气化生成的粗煤气及少量的其它物质（包括氯化物、硫化物、氮气、氩气及甲烷等）、液态熔渣及细灰颗粒。这些物质出气化炉燃烧室，沿下降管进入激冷室水浴。熔渣在水中淬冷固化，并沉入气化炉底部水浴。粗煤气与水直接接触进行冷却，大部分细灰留在水中。粗煤气沿下降管与导气管之间的环隙上升，经激冷室上部202、折流板折流分离出部分粗煤气中夹带的水分，从气化炉旁侧的出气口引出，送往文丘里管和洗涤塔。粗煤气进入文丘里管，与来自灰水循环泵的水经文丘里管混合。湿粗煤气进入洗涤塔沿下降管进入洗涤塔底部水浴，粗煤气中夹带的大部分细灰在此从粗煤气中除去。粗煤气经下降管和导气管间的环隙上升，进入洗涤塔顶部的塔板，来自变换工艺热冷凝液将粗煤气中残留的细灰洗涤下来。粗煤气夹带的水滴在塔板上方的除沫器中分离下来。基本上不含细灰的粗煤气出洗涤塔送到变换系统。沉积在气化炉激冷室底部的粗渣及其它固体颗粒，通过循环水流的循环作用带入锁斗。大的渣块经破渣机进行破碎。从气化炉排出的大部分灰渣沉降在锁斗底部。从锁斗顶部抽出较清的水，经203、锁斗循环泵循环进入气化炉激冷室水浴。（3）灰水处理气化炉激冷室黑水和洗涤塔黑水经过减压后送入气化高温热水器。高温热水器顶部送出的闪蒸气，在灰水加热器中与洗涤塔给水换热冷却，然后进入高温分离器。分离出的冷凝液去脱氧水槽，不凝气送火炬。高温热水器底部的液体及细渣经液位调节进入低温热水器。低温热水器在真空条件下操作，顶部出来的气体经低温冷凝器的冷凝，经低温分离器的气液分离，分离出的水经真空泵分离器出口冷却器后，返回至低温分离器，不凝气从分离器排入大气。来自低温热水器的水及细渣混合物由澄清槽进料泵经絮凝剂管道混合器送入澄清槽。澄清槽底部的细渣及水经澄清槽底泵送往细渣过滤系统。澄清后的灰水由澄清槽溢流并204、依靠重力进入灰水槽。回收的灰水经低压灰水泵返回系统循环使用。低压灰水泵出口的灰水，分别送往脱氧水槽、锁斗冲洗水罐以及渣池。为防止灰水中溶解物在水系统中的累积和沉积，保持灰水中溶解物的平衡，部分灰水送往界外废水处理系统。来自澄清槽底泵浓缩黑水，送入过滤给料槽，细渣/水的混合物经过滤机给料泵送入真空带式过滤机。真空带式过滤机（M3001A/B）的滤液进入带式过滤机，过滤产生的细渣送至界外。（4）变换来自气化工段的水煤气分为两股，一股水煤气（约63%）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205、热后进入中压废热锅炉副产4.0 MPa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1.0 MPa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0.5 MPa蒸汽后一次经第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42%）进入低压废热锅炉副产1.0 MPa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0.5 MPa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18%）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5206、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。（5）低温甲醇洗来自变换工段的变换气进入本工段，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207、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208、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CO2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209、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210、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、1#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211、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212、。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的H2S组分的浓度，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。为了搜集排放甲醇，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。（6）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213、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。（7）硫回收l 克劳斯硫回收工艺来自甲醇装置的酸性气与尾气再生酸性气混合后，一部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0.35 MPa(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214、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。l 尾气处理和尾气焚烧工215、艺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H2S216、，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217、，经胺液过滤器过滤后至尾气吸收塔循环使用。l 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。（8）甲醇合成来自低温甲醇洗工序的7.3 MPa新鲜合成气，与来自氢回收装置的富氢气混合后进入原料气预热器加热到180，热源为甲醇合成反应器副产2.2 MPa饱和蒸汽。加热后的合成气进入ZnO脱硫槽去除残留的微量H2S和218、COS，避免甲醇合成催化剂中毒。净化合成气与循环气混合并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2.2 MPa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。甲醇合成反应器副产2.2 MPa中压饱和蒸汽，一部分用于加热甲醇合成原料气，另一部分送甲醇装置界区外做其他用途。（10）甲醇精馏从甲醇合219、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。220、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。（11）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221、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222、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，2 ppm 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223、入贮槽。4.13.2 消耗定额（1）甲醇装置消耗定额甲醇消耗定额表序号名称规格单位甲醇单耗年耗量一原材料及辅助材料万单位1原煤t1.568282.242氧气99.6%Nm3922.51660503添加剂kg14.726464助溶剂kg13.023405溶剂甲醇kg0.61086变换触媒kg0.047.27甲醇触媒kg0.0598硫回收触媒kg0.0030.5二公用工程1电10kV/380VkWh150.2337912新鲜水0.42MPat1.9423.23脱盐水t0.252.44锅炉给水t3.67995循环冷却水0.45MPa，t=10t186.8420336高压蒸汽9.8MPa，540t0.224、6145.67中压蒸汽2.2MPa，过热t0.2478低压蒸气1.0MPa，饱和t1.5345.59低压蒸气0.5MPa，饱和t0.47910仪表空气0.5MPa 40Nm331.3705011工厂空气0.5MPa 40Nm325.3570012氮气Nm3139.631400三副产0.01中压蒸汽4.0MPa，435t-0.4-852中压蒸汽2.2MPa，饱和t-1.0-2203低压蒸汽1.0MPa，饱和t-1.7-3844低压蒸汽0.5MPa，饱和t-0.4-935工艺凝液t-1.9-416.56透平凝液t-0.6-145.6（2）空分装置消耗定额空分装置消耗定额序号项目规格单位消耗量备注1225、电380VkW74632新鲜水0.42MPat/h123循环冷却水0.45MPa，t=10t/h16110空冷4高压蒸汽9.8MPa(G) 540t/h6645低压蒸汽1.0MPa(G) 185t/h126仪表空气0.8MPa 40Nm3/h12007蒸汽凝液t/h6744.14 设备方案4.14.1 概述本项目主要设备有气化炉、碳洗塔、变换炉、甲醇洗涤塔、合成循环压缩机、甲醇合成塔等。根据我国的技术水平和建厂经验，水煤浆气化、一氧化碳变换、低温甲醇洗、甲醇精馏等各工序主要设备的制造与选型可以立足国内。绝大部分静止设备国内完全可以制造，甲醇合成塔为了保证质量和满足专利上的技术要求，由国外引进。226、（1）煤气化设备高压煤浆泵、渣阀等考虑引进，其他设备和材料立足国内。（2）变换设备变换炉内件考虑引进，其它设备和材料立足国内。（3）低温甲醇洗设备贫甲醇泵和部分低温材料、低温阀门考虑引进，其他设备和材料立足国内。（4）甲醇合成设备甲醇合成反应器和汽包由国外引进，部分关键的转动设备、特殊设备、特殊阀门、仪表及材料需要引进。精馏设备以及其他的设备和材料立足国内设计和采购。（4）空分装置国内合资公司制造，主体国产，转子进口。4.14.2 关键设备方案比选（1）煤气化气化装置，包括水煤浆制备、气化、灰水处理三个工段，关键设备有气化炉、锁渣罐、碳洗塔等。气化部分关键设备按如下选择：l 气化炉气化炉是水煤227、浆气化装置的核心设备，其主体为压力壳体，还包括耐火衬里、破渣机、表面温度计及渣阀等附属部分。压力壳体分上下两部分，上部为燃烧室，下部为激冷室。压力壳体：是一个由中间锥体分为两部分的压力容器，设计压力为7.15 MPa，操作温度燃烧室为13801480，激冷室为252270。壳体材料选用SA387合金钢。激冷室壳体采用不锈钢复合材料。耐火衬里：其主要作用是隔热和抵御高温熔渣的冲蚀，技术关键是解决炉衬向火面所需要的高铬耐火材料。经过多年研制攻关，国产耐火材料已经达到国际同类产品先进水平，热面砖的寿命已达2年，损蚀率小于0.01 mm/h，而且与耐火衬层结构设计和施工质量紧密相关。烧嘴：主要功能是藉228、由高速氧气流的动能，将水煤浆雾化并充分混合，在炉内形成一股稳定火焰，为气化创造条件。烧嘴具有三流通道，氧分为两路，一路为中心氧，由中心管喷出，与由内环道喷出的水煤浆在烧嘴口前预先混合，另一路氧为主氧通道，由外环道喷出，并在烧嘴口出与水煤浆和中心氧再次混合。烧嘴是水煤浆加压气化装置的核心设备之一，烧嘴的结构和寿命对气化炉运行效果的好坏有重要影响。激冷环：安装在气化炉燃烧室和激冷室相连接的喉部。该部件操作条件极为苛刻，是气化炉中关键的易损部件，材料特殊，制造要求高难度大。破渣机：是一台置于气化炉下部出口的炉渣破碎机械，其作用是防止大块炉渣堵塞系统。该设备结构复杂设计制造难度大，航天部11所已研发成229、功并有应用。渣阀：气化炉操作压力稳定在6.5 MPa，而锁渣罐操作压力需伴随炉渣的定时排放由06.5 MPa循环升降操作，渣阀则起到密封和排渣的双重作用。由于渣阀频繁启闭操作又必须严密不漏的特殊要求，因而成为煤气化装置安全稳定操作的关键部件之一。因系统压力高，启闭压差大，炉渣有腐蚀和磨蚀性，渣阀的设计制造和维修要求很高，建议引进国外可靠产品。l 锁渣罐锁渣罐是煤气化装置重要设备之一，主要起储存和排放炉渣作用，是一台承受循环载荷的压力容器。按其载荷性质该设备须遵循压力容器应力分析设计规范进行设计制造和检验。该设备分析设计采用国家标准GB4732-1995，材料宜采用16MnR。国内对此类设备的设230、计、制造和检验已具备一定的经验和业绩。l 碳洗塔碳洗塔是煤气化装置关键设备之一，其主要作用是将气化炉送出的经文氏管洗涤的粗合成气，进一步洗涤净化和气水分离。该塔结构设计的关键技术是气体的高效洗涤和水分脱除。（2）变换变换装置采用耐硫变换工艺，是变换工段的核心设备。变换炉设计压力6.9 MPa，设计温度为480。壳体材料的选择除要求有较好的高温强度外，还必须具有优良的抗氢和耐酸性气体腐蚀的性能，拟采用SA387或16MnR。（3）净化净化采用低温甲醇洗法，其主要设备为甲醇洗涤塔、H2S浓缩塔、热再生塔等。低温甲醇洗工艺技术是通过甲醇吸收脱除粗合成气中的酸性气体H2S和CO2。甲醇洗涤塔在低温高压231、下操作，设计温度为-70，设计压力为6.5 MPa，塔体采用SA203Gr.E或相当材料，塔盘及内件采用不锈钢。该类型塔对材料和设备结构的要求很高，应进行整体热处理，国内拥有成熟的设备制造经验。（4）甲醇合成及精馏l 甲醇合成塔甲醇合成塔选用DAVY专利技术的SRC甲醇合成塔，甲醇生产的心脏设备，要从操作、结构、材料及维修等方面考虑；对甲醇合成塔的要求主要有：催化剂床层温度控制容易、调节简单、压降低，结构简单紧凑、空间利用率高，催化剂装卸方便；材料选择上要求具有抗羰基化物和抗氢腐蚀的能力；要制造、维修、运输、安装方便。SRC甲醇合成塔由国外引进。l 预精馏塔、加压塔、常压塔采用规整填料塔，在大232、型甲醇装置中，这种塔使用广泛，操作简便、弹性高、使用可靠，可有效降低塔高，提高分离效率。塔体采用碳钢，内件采用不锈钢。l 联合压缩机联合压缩机具有气体流量大，压差小，压缩功率较大，拟选用离心式压缩机，循环压缩机的驱动采用蒸汽透平，该设备制造难度较大，需引进。（5）空分装置空分装置的负荷调节在空压机流量变化范围内能实现气氧产量从设计工况的70%到110%的范围内连续变化。空压机入口设置流量调节导叶，以满足空分变负荷操作时平稳运行的要求。原料空气压缩机和空气增压机共用一套汽轮机驱动。分子筛吸附系统采用8小时长周期切换，再生气加热器采用节能型蒸汽加热器。低温液氧泵、液氩循环泵选择离心式，配置变频控制233、器。均采用一用一备。透平膨胀机采用增压机制动，操作弹性为60110%。采用中控、机旁柜相结合方式及DCS系统，有效地监控空分装置的运行。空气透平压缩机驱动形式为全凝式蒸汽汽轮机、冷凝温度70表面冷凝器采用空冷。4.14.3 主要工艺设备规格（1）磨煤机棒磨煤机，数量8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：8.3 MPa(A)轴功率：44000 kW数量：4套（3）多元料浆气化炉规格：330096/3800（100+6）数量：6开2备（4）洗涤塔板式塔 3500 H=21300mm数量：6+2台（5）变换炉280014000mm催234、化剂装填量60 m3。数量：2台（5）克劳斯反应器一级/二级克劳斯反应器，催化剂床层催化剂：12 m3 数量：1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：1台（7）甲醇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：1台（8）甲醇合成塔370015600mm，设计压力8.9 MPa催化剂装量：95 m3数量：2台（9）预精馏塔填料塔 4250 235、H=32800数量：1台（10）加压精馏塔填料塔，5600，H=58600数量：1台（12）常压精馏塔填料塔，7300，H=60000数量：1台4.14.4 进口设备分交方案本项目设备分交方案以可靠、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：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186激236、冷环87煤浆加压泵 隔膜泵8CS8高压氮气压缩机隔膜式3组合件10贫甲醇泵413丙烯制冷压缩机离心式1组合件14甲醇合成联合压缩机离心式115甲醇反应器216甲醇合成汽包217硫回收反应器烧嘴118尾气焚烧炉烧嘴14.14.5 超限设备表主要超限设备表序号设备名称设备外形尺寸长宽高（m）台（套）备注1气化炉3.3/3.81982碳洗涤塔3.52183甲醇洗涤塔3.96824H2S浓缩塔4.56525热再生塔4.2/5.83326甲醇合成塔3.71627合成气净化器4.04.318预精馏塔4.332.819加压精馏塔 5.658.6110常压精馏塔7.36014.14.6 设备汇总根据技术选择确237、定的工艺技术，初步提出，设备方案，随着技术交流和商务谈判的进行，技术来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。（1）煤气化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6+2CS2磨煤机出料槽泵 H=160m台4+2二气化1煤浆储槽 10500，H12200台4CS2高压煤浆泵 H770m台6+2CS/SS引进3气化炉 3300/3800 台6+2SS/CS/AS激冷环、渣阀引进4工艺烧嘴台12AS5破渣机台6+2CS旋转式6激冷水泵 H140m台24SS离心泵7锁斗循环泵 H60m台16组合件离心泵8渣池238、泵 H55m台12组合件离心泵9烧嘴冷却水泵 H200m台8CS离心泵10洗涤塔 3500 H21300台6+2CS/SS筛板塔11氧气缓冲罐台1CS/SS12烧嘴冷却水槽 2800 V34m3台1CS13事故激冷水罐 2600 V32m3台1CS14锁斗 2600 V35.8m3台6+2CS15锁渣冲洗水罐 2400 V42m3台6+2CS16渣池 1000036003800台6+2CSSS方形槽17扒渣机台6+2CSSS18氮气压缩机台3 组合件19高压氮缓冲罐616Mn三灰水处理1高温热水器台6+2SS2低温热水器台6+2SS3低温分离器台6+2CS4澄清槽 23000台3CS5灰水加热239、器 1200台6+2CS/SS6真空带式过滤机台2+1组合件7高压灰水泵台8+3组合件离心式8低压灰水泵 H80m台6+2组合件离心式9真空泵 H35m台6+2组合件蒸汽喷射、水环式（2）变换变换工段主要设备表序号名 称 及 规 格单位数量材料备 注1变换炉280014000台2SA3872中温换热器/蒸汽过热器台2CS+CS/SS3废热锅炉I台2CS/SS4废热锅炉II台2CS/SS5废热锅炉III台213MnNiMoNbR+3166低压废锅台213MnNiMoNbR+3168汽提塔台1（3）低温甲醇洗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，3900 H240、68000 台2SA203GrE/304材料引进2H2S浓缩塔，4500 H65000 台2SA203GrE/304材料引进3甲醇再生塔4200/5800 H33000 台216MnR/304SS4甲醇水分离塔1400/2400 H31000 台216MnR/304 SS5水分离罐2200 H4500台216MnR/321SS61#循环气闪蒸罐3200 L9000台216MnDR72#循环气闪蒸罐3400 L10000台216MnDR8甲醇收集罐4000 L12000台216MnR9酸性气分离器台2SS10回流液罐台2SS11甲醇闪蒸罐台216MnDR12排放甲醇收集槽台20Cr18Ni913241、甲醇水分离器进料塔分离器台216MnR14闪蒸气循环压缩机 N=160kW台2引进15原料气冷却器，绕管式台20Cr18Ni10Ti16循环甲醇冷却器，绕管式台20Cr18Ni10Ti17甲醇换热器，绕管式台20Cr18Ni10Ti181#贫甲醇冷却器，绕管式台20Cr18Ni10Ti192#贫甲醇冷却器，绕管式台20Cr18Ni10Ti203#贫甲醇冷却器，绕管式台20Cr18Ni10Ti21浓缩塔甲醇泵台422解析塔给料泵台423再生塔给料泵台424贫甲醇泵台4引进25甲醇水分离塔给料泵台426甲醇再生塔回流泵台4（4）冷冻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242、冷压缩机 -40/0台1引进2丙烯冷凝器台116MnR3丙烯储槽台116MnR（5）甲醇合成和精馏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40004290台12甲醇合成反应器370015600台2引进3汽包180013000台2引进4合成气热交换器台25粗甲醇冷凝器台2空冷6粗甲醇分离器台27粗甲醇过滤器台28粗甲醇冷凝器台2水冷9合成气压缩机台1引进10预精馏塔 4250 H=32800台116MnR /CS+SS11加压精馏塔 5600 H=58600 台116MnR /CS+SS12常压精馏塔 7300 H=60000台116MnR /CS+SS243、13预塔回流槽台1CS14加压塔回流槽台1CS15常压塔回流槽台1CS16预塔再沸器台217加压塔再沸器台218加压塔进料泵台4CS/304SS19预塔回流泵台2CS/304SS20加压塔回流泵台2CS/304SS21常压塔回流泵台2CS/304SS22碱液泵台2CS/304SS23预塔回流槽台116MnR24加压塔回流槽台116MnR25常压塔回流槽台116MnR26配碱液槽台1SS27膜分离套128吸附塔台429加热器台130产品气缓冲罐台131解析气缓冲罐台2（6）硫回收硫回收工段主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1C.SS.S填料塔2尾气吸收塔台1C.SS.S板式塔3244、溶剂再生塔台1C.SS.S板式塔4制硫鼓风机台2离心机5尾气炉鼓风机台2离心机6一级转化器台1C.SS.S固定床7二级转化器台1C.SS.S固定床8加氢反应器台1C.SS.S固定床9尾气分液罐台1C.S10循环气缓冲罐台1C.S11再生塔顶回流罐台1C.S12溶剂配置罐台1C.S13液硫脱气泵台2离心泵14液硫提升泵台2离心泵15成型冷却水泵台2离心泵16急冷水循环泵台2离心泵17富胺液泵台1离心泵18贫胺液泵台2离心泵19再生塔回流泵台2离心泵20胺液配置泵台1离心泵21制硫燃烧炉台1圆筒炉22尾气焚烧炉台1C.S圆筒炉23制硫余热锅炉台1C.S柔性管板24一级冷凝冷却器台1C.S固定管板2245、5三级冷凝冷却器台1C.S固定管板26二级冷凝冷却器台1C.S固定管板27尾气加热器台1C.S固定管板28尾气废热锅炉台1C.S柔性管板29蒸汽过热器台1C.S固定管板30贫-富液换热器台2C.S浮头式31再生塔底重沸器台1C.S+S.SU形管32贫液冷却器台2C.S+S.S板式33急冷水冷却器台2C.S+S.S板式34再生塔顶空冷器台2C.S+S.S35成型循环水冷却器台1C.S+S.S板式36硫磺成型机台2C.S+S.S钢带成型37急冷水过滤器台1S.S38贫胺液过滤器台1S.S（7）空分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4200/47004CS/SS2水冷塔4246、7004CS3空气冷却器416MnR4蒸汽加热器立式、翅片管式45水冷却器管式46高压氧换热器绕管式8引进7低压氧换热器铝制板翅式168高压氧气汽化器水浴式49高压氮气汽化器水浴式410中压氮气汽化器水浴式411分子筛吸附器42008CS12空气过滤器413空气压缩机/增压机组4CS/SS引进14膨胀机4CS/SS引进16循环水泵8CS17冷冻水泵8CS18液氧泵8引进19液氮泵820冷箱421液氮储槽1CS/SS22液氧储槽1CS/SS4.15 自动控制4.15.1 概述从甲醇生产工艺装置过程和介质特性来看，本装置属易燃、易爆、高温、高压的化工装置。4.15.2 自动化水平根据甲醇生产装置检247、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，甲醇生产装置过程控制系统设置情况为：采用一套分散型控制系统（DCS）对甲醇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、能量平衡核算、计量管理、用电设备状态显示等，以提高全厂自动化水平、减轻劳动强度，降低生产成本。根据甲醇生产装置的安全度等级，拟采用1套安全仪表系统（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248、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，随机组设备成套带来。大型机泵设备（如高压煤浆泵等）设就地控制盘，随设备成套带来。随设备成套提供的控制系统应与中央控制室的D249、CS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。煤气化、净化、甲醇和空分装置设一个中央控制室进行集中监视和控制，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。4.15.3 主要控制方案本研究自动控制方案优先选用成熟的，经实践证明是可靠的控制方案，除常规的PID单回路和串级、比值、分程等复杂控制外，装置内还采用了如下复杂的控制方案：进煤烧嘴氧煤比控制气化炉负荷控制煤烧嘴开停顺序控制气化炉吹扫顺序控制排渣排灰顺序控制汽包液位与锅炉给250、水、蒸汽量三冲量控制4.15.4 信号报警及联锁系统为保证装置的正常运行和操作人员的安全，本研究按照一旦装置发生故障，系统将起到安全保护作用的原则设置了必要的过程参数越限报警和联锁系统。联锁接点采用直接型（如物位开关等）或间接型（变送器作用的开关）。联锁系统的现场参数检测原则上采用独立的系统，重要的安全联锁采用“二取二”或“三取二”表决原则设置。当信号需同时进入DCS和SIS，又不宜采用独立传感器时，采用隔离安全栅或信号隔离器将信号一分为二，分别进入DCS和SIS系统。在中央控制室的辅助操作台上设置紧急停车按钮和联锁复位按钮。本研究设置的主要紧急停车和安全联锁系统有：煤气化装置中气化炉的紧急停251、车和安全联锁系统、甲醇装置紧急停车和安全联锁系统以及离心式压缩机组安全联锁保护系统(在ITCC中实现)。一般报警信号在DCS中作报警显示及打印；对重要的安全联锁系统的信号报警另设置硬报警，外接闪光报警器，以引起操作人员的注意。4.15.5 仪表选型（1）控制系统本研究所选用的DCS和SIS控制系统应具有同类型装置长期成功使用经验和业绩的控制系统。本研究所选用的DCS系统应是一个功能完善的系统，具有过程控制（连续控制和离散控制）、操作、显示记录、报警、制表打印、信息管理、与上位管理机或其它控制系统（ITCC、SIS、PLC等）通讯、系统组态以及自诊断等基本功能。DCS通讯系统、电源系统和控制器均252、为1:1冗余，控制和操作联锁回路(包括I/O卡)为1:1冗余。SIS系统是基于微处理器技术的，具有高度安全性和可靠性，独立于DCS之外的安全系统。该系统具有实现装置紧急停车和安全联锁所必需的基本功能，如逻辑运算、事故顺序(SOE)、信息管理、与上位机或DCS通讯、系统组态以及自诊断等，并获得相关的安全认证。ITCC系统是基于微处理器技术的监控系统，具有高度安全性和可靠性，能实现机组相关过程参数的监视和控制，并具有与DCS系统通讯、系统组态以及自诊断等功能。（2）现场仪表根据甲醇装置的介质特性，本研究的重要现场仪表（如高压或高压差控制阀、氧阀、分析仪等）要选择国外产品，其它的仪表设备以国内引进技253、术合作生产的产品为主。除开关信号和热电偶信号外，均采用420mADC标准传输信号。控制阀采用气动执行机构。主要检测仪表选型原则如下所述：a)温度仪表就地温度指示仪表选用防护抽芯式双金属温度计，表盘直径为100mm。集中检测和控制用测温元件，温度较高时采用热电偶；温度较低时采用热电阻，分度号为Pt100。所有测温仪表均配带温度计套管，其材质按工艺介质不同分别选用不锈钢和合金钢。但还有一些专用温度仪表如：气化炉炉壁表面温度检测元件、气化炉体、甲醇合成塔的温度检测元件都较为特殊。b)压力仪表就地压力指示仪表根据不同工况选用弹簧管压力表、膜盒压力表或不锈钢压力表；对于易发生堵塞及强腐蚀性场合，选用隔膜254、压力表，隔膜材料根据工艺介质情况选用；泵出口就地压力测量选用耐震压力表。压力表刻度盘直径一般为100mm。集中压力检测采用智能型压力(差压)变送器。对于结晶、腐蚀、高粘度场合，采用法兰远传压力(差压)变送器。c)流量仪表流量测量一般选用标准法兰取压孔板配差压变送器，孔板材质一般为不锈钢，特殊要求时根据介质确定。对于原料和成品的流量测量采用高精度的流量仪表。一些特殊的场合也可以采用面积式流量计、涡街流量计、电磁流量计和质量流量计等。d)物位仪表集中液位测量一般选用差压式变送器，对于腐蚀性、易结晶的介质采用隔膜密封型液位变送器。高压容器的液位测量，选用高压外浮筒液位计。部分固体物料的测量选用超声波255、料位计等。e)控制阀控制阀通常采用单座球形阀，其它种类的调节阀，如角阀、球阀、蝶阀、闸阀等根据工艺条件的要求选择，其中气化工段的排渣阀较为特殊。用于放空场合的控制阀，其泄漏量等级应不低于ANSI Class V。当能源发生故障或控制信号突然中断时，控制阀应位于使生产装置处于安全的位置。控制阀一般为法兰连接，采用气动薄膜执行机构。开关阀的执行机构一般为气动弹簧复位型，并带阀位开关和防爆电磁阀。控制阀的所有附件，包括电气阀门定位器、电磁阀、阀位变送器、阀位开关及过滤减压器等均随控制阀成套供货。f)分析仪表分析仪表应带有预先装配好的采样预处理系统。分析仪应尽可能靠近采样点安装或安装在分析器小屋内。在256、分析器小屋中，应安装有可燃气体检测器和其它相应的安全设备。分析仪的放空气体应排放到安全的区域。根据工艺要求，采用不同的分析仪表对介质进行在线连续分析，如红外线气体分析仪、磁氧式氧分析仪和气相色谱仪等自动在线分析仪表。在线分析仪主要以引进产品为主，其预处理系统和系统集成可由国内有经验的集成商完成。g)称重仪表给煤仓、灰仓采用称重传感器测量其重量，原料煤输送采用电子皮带称。h)安全栅选用隔离式安全栅。4.15.6 主要安全技术措施为保证操作人员和生产装置的安全，本研究特设置以下安全措施：中央控制室位于安全区域，毗邻装置侧采用防爆墙，电缆入口处设可燃气体监测报警，室内设有火灾报警系统；装置区域内设有257、必要的可燃气体监测探头；设置必要的紧急停车和安全联锁系统以及报警系统；各主要装置的仪表电源由不间断电源(UPS)供电。现场仪表的防护等级一般不低于IP55，以确保仪表全天候安全运行；安装于爆炸危险区域内的仪表符合防爆要求；对易冻介质的测量管线采取伴热、保温措施；对高温介质的测量管线采取隔热、防烫等保护措施；对于高压差的控制阀，选用低噪音、抗气蚀控制阀，确保装置正常运行；分析仪表的预处理系统应随分析仪表成套供货，现场分析小屋应由专业的分析小屋成套商或分析仪制造商成套提供，以确保分析仪系统正常运行。4.15.7 动力供应（1）仪表电源本设计主装置DCS、SIS、ITCC和随设备带来的控制系统和仪表258、均采用不间断电源（UPS）供电。UPS由电气专业设计并分别送至各主要用电点。UPS电源的质量要求是：220VAC5%，500.5 Hz，波形失真率5%，蓄电池备用时间30分钟。UPS容量大约为120kVA。（2）仪表气源仪表空气质量符合仪表供气设计规定HG/T20510-2000的有关要求。仪表空气的露点应比极端最低温度至少低10，含尘粒径不应大于3m，油份含量应控制在8ppm（重量）以下。仪表用压缩空气来自空分装置。送至各用气装置的仪表气源压力不低于0.6MPa（G）。重要场合的仪表用压缩空气应单独设置空气贮罐，其容量应能保持在气源中断时，维持仪表正常工作510分钟。4.15.8 仪表修理车259、间本研究仪表维修按照小修考虑，装置大中修将依托社会力量。4.15.9 设计中采用的主要标准及规范过程测量和控制仪表的功能标志及图形符号 HG/T 20505-2000自动化仪表选型设计规定 HG/T 20507-2000控制室设计规定 HG/T 20508-2000仪表供电设计规定 HG/T 20509-2000仪表供气设计规定 HG/T 20510-2000信号报警、安全联锁系统设计规定 HG/T 20511-2000分散型控制系统工程设计规定 HG/T 20573-1995电气/电子/可编程电子安全相关系统的功能安全 GB/T 20438.16 /IEC 61508-165 原材料、辅助材260、料、燃料和动力供应5.1 主要原材料、辅助材料、燃料的种类、规格、年需求量5.1.1 主要原材料及燃料供应5.1.1.1 煤炭资源情况xx煤田是陕西省的第二大煤田，是关中地区的能源接续地。矿区规划面积790 km2，详查获批准地质储量67.29亿t。矿区主采煤层平均厚度10.64 m，并且煤层稳定，结构简单，易于开采。文家坡井田位于xx矿区东部，储量丰富，开采条件好，面积87.39km2，资源储量7.62亿t。煤质属中硫中高硫、低磷特低磷、中高发热量、较低软化温度的优良动力及化工用煤，煤的工业牌号为不粘煤31号，煤类单一。5.1.1.2 原料煤、燃料煤供应方案本项目的原料煤和燃料煤主要来自文家261、坡矿井，文家坡矿井和选煤厂设计能力均为400万t/a。本项目年需要原料煤、燃料煤合计379.74万t，其中年需要原料煤282.24万t，燃料煤97.5万t。本项目距离选煤厂较近，原料煤、燃料煤从井田选煤厂用皮带输送至项目界区。综上所述，本期项目所需的原料煤和燃料煤供应方案落实，供应是有可靠保证的。5.1.1.3 原料和燃料煤规格原料煤的规格项 目单位分析结果工业分析元素分析水分Madwt%2.78灰分Aadwt%9.15挥发分Vadwt%26.27固定碳FCadwt%61.8碳Cadwt%74.09氢Hadwt%4.17氮Nadwt%0.66硫St.adwt%0.56氧Oadwt%8.59发热262、量Qb.adKJ/kg29410可磨指数HGI/68灰熔点变形温度DT1210软化温度ST1270流动温度FT1350灰组成分析SiO2wt%52.76Al2O3wt%24.52Fe2O3wt%3.51CaOwt%9.75MgOwt%1.19SO3wt%5.87TiO2wt%1.33燃料煤的规格项目单位分析结果全水 Mtwt%12.4水分Madwt%2.42灰分Aadwt%24.91挥发分Vadwt%24固定碳FCadwt%48.67氢Hadwt%3.4硫St.adwt%1.03高位发热量Qr.adKJ/kg23.61低位发热量net.arKJ/kg20.28DT1280ST1320HT132263、0FT1340辅助材料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/a125外购4甲醇t/a1080本厂原始开车时外购5氨水t/a46000外购6变换催化剂m3/a60外购装填量为1207甲醇合成催化剂m3/a95外购装填量为1908硫回收催化剂m3/a4外购装填量为125.2 公用工程需求量和供应本项目所需的公用工程包括新鲜水、循环水、脱盐水、蒸汽、电、氮气、仪表空气等，其需求量见下表：公用工程需求量和供应表序号名称单位需求量供应1新鲜水t/h2032亭口水库2循环水t/h60143新建3高压蒸汽（9.8Mpa）t/264、h822供热站4电（110 kV）kW43260变电站5氮气Nm3/h39400空分装置6仪表空气Nm3/h8370空分装置7工厂空气Nm3/h5900空分装置6 建厂条件和厂址方案6.1 建厂条件6.1.1 厂址位置本项目拟建厂址位于陕西省咸阳市彬县境内小章镇东南2 km处，厂址北侧紧邻现有彬县至曹家店县级公路，南部靠近赵寨村，东侧紧邻屯庄，厂址距彬县县城约8 km。彬县位于陕西省咸阳市西北部，距咸阳市125 km，南距西安150 km，西至长武40 km，东连旬邑、淳化，南依永寿、麟游，西临长武、灵台，北接甘肃正宁，为连接秦陇的咽喉要道。xx煤田位于陕西省彬县、长武县境内，具有较好的开采条265、件，具备建设大型煤炭生产基地的优越条件，可以形成黄河以南仅次于大同煤矿的优质动力煤炭基地。6.1.2 自然条件6.1.2.1 气象条件厂址地处中纬高原区属暖带半干旱大陆性季风气候区。气象数据如下：（1）气温：平均气温 11.1极端最高气温 40.0极端最低气温 -22.5（2）气压：平均气压 921.1毫巴平均水气压 10.4毫巴（3）空气湿度：平均相对湿度 68%（4）降水量：平均降水量 557.1 mm一日最大降水量 105.6 mm（5）降雪：最大积雪深 110 mm（6）蒸发量：平均蒸发量 1425.2 mm（7）冻土：最大冻土深 50 cm（8）风速：平均风速 1.4 m/s实测最大266、风速 17 m/s最多大风日数 7 d（9）日照：平均日照时数 2124.9 h6.1.2.2 地形地貌本项目厂址位于彬县县城东北约8 km处。厂址地形东北高西南低，自然地面标高在1184.81211.5 m（黄海高程，下同）之间，场地较为开阔平坦。属黄土状轻亚粘土，具湿陷性。厂址部分用地为农田，主要种植小麦、玉、豆类等农作物，也有蔬菜、红薯和果园等经济作物。6.1.2.3 地质条件（1）区域地质概况彬（县）长（武县）地区位于鄂尔多斯地台南缘的渭北挠褶带北缘，根据石油、煤炭系统的有关资料，渭北挠褶带以蒿店御驾宫大断裂为界，南称铜川凸起，北称庙彬凹陷。主体构造以东西向宽缓褶皱构造为主；自南而北有267、林由背斜、窑院背斜、太峪背斜、瓦窑坪夜虎庄背斜，其间亦有宽缓向斜及次一级波状起伏组成。一般上三迭系地层中翼部倾角可达 2070，侏罗系地层倾角510，白垩系地层倾角一般小于5。本区在中生代为一内陆湖盆，新生代早期地壳仍处于下沉状态，晚期转为稳定上升，形成了近代黄土地貌，由于中、新生代为一长期稳定的盆地，故堆积了巨厚的中、新生代地层，印支期以后的构造运动对本区影响不大，最新的喜马拉雅运动在本区仅表现为缓慢上升，因此本地区地质构造简单，没有较大规模的断裂构造，是构造稳定性较好的地段。（2）地震xx地区历史上未发生过强烈地震，仅有长武县1653年8月4.2级地震，近代弱震也不活跃。外来地震对本区有影268、响的主要有1556年1月23日华县的8.0级地震；1879年7月1日武都的7.5级地震；1920年12月16日的海源8.5级地震，上述地震波及影响到本地区的最大烈度均小于7度。依据中国地震动峰值加速度区划图和建筑抗震设计规范，该地区的地震动峰值加速度为0.05 g，反应谱特征周期为0.45 s，抗震设防烈度为6度。设计地震分组为第3组。（3）场地稳定性评价xx地区地质构造简单，没有较大规模的断裂构造，是构造稳定性较好的地段；依据建筑抗震设计规范，可不考虑其对地面建筑的影响。故厂址的区域稳定性相对较好，适宜建厂。（4）水文地质泾河自西而东斜贯境内，流长104 km，将全县分为南北两塬一道川。本项269、目厂址南距泾河7 km，泾河是一条山区河流，其集水流域为黄土丘陵山区和沟壑区，流域植被差，水土流失严重，河道洪枯水量变化悬殊，洪水流量大，水体含沙量高。根据虎家湾河段景村水文站实测洪枯水量统计计算获得，最大洪水流量为8150 m3/s，枯水最小流量只有1 m3/s，洪水期最大含沙量达到1060 kg/m3，调查历史最大洪水流量15700 m3/s；采用景村水文站实测洪水流量资料，按-型法进行统计计算，得河段百年一遇洪水流量为13608 m3/s，估算得出在该河段上下游断面现状情况下百年一遇洪水位分别为831.4 m和829.2 m。本项目厂址位于塬上，地势高，不会对地下水产生不利影响。地下水也270、不会对设备基础产生腐蚀等不利影响。6.1.3 交通运输条件6.1.3.1 铁路彬县及长武县目前尚无铁路，为开发xx煤田，铁道部第一勘测设计院完成“新建西安平凉铁路预可行性研究报告”，根据该报告，西平线位于陇海铁路以北、宝中铁路以东、侯西铁路以西的陕西省中西部和甘肃省的东部。线路自西安铁路枢纽陇海铁路新丰镇编组站引出，利用西安枢纽大北环线，经关山、阎良至三原，向西经泾阳、礼泉、乾县、永寿、彬县、长武、宁县、泾川等县，西至陇东重镇平凉市，行经陕甘两省计三个地区（市），全线新建正线长度305.3 km，利用既有线81.07 km。西平铁路线路主要技术标准：（1）铁路等级：地方铁路I级，线路平、纵断面271、等主要标准按路网I级干线统筹协调。（2）正线数目：单线。（3）最小曲线半径：一般800 m，困难600 m。（4）限制坡度：6、乾县至彬县双机12.5。（5）牵引种类：内燃，预留电化条件。（6）机车类型、牵引质量：DF4D、4000 t。（7）到发线有效长度：850 m，（双机地段另加30 m），平面预留1050 m。（8）机车交路：货机交路新建彬县内燃机务段担当彬县至新丰镇、西安西的货机交路及xx、上孟的小运转交路，并担当彬县至乾县的补机交路。客机交路西安机务段担当西安至彬县的客机交路。（9）闭塞类型：继电半自动。（10）输送能力：1300万t/a。西平铁路向西可联结宝中铁路的平凉南站，与包272、兰、干武铁路相接，直达新疆，东联咸铜铁路的三原站，与候西、候月、新焦、新荷、兖石铁路相接，形成平行于京兰、陇海两大干线间的又一条东西干线，南经新丰镇车站与西安安康线相接，贯通西北与西南，具有重要的路网意义。同时为xx煤田开发提供运输道路。xx矿区开发规划对西平铁路三原至矿区段185 km进行了规划，可满足矿区煤化工项目铁路运输的要求。拟建厂区距铁路彬县车站约6.5 km。由于彬县车站与拟建厂区之间地势变化比较大，高差在200 m以上，彬县车站至拟建厂区铁路专用线不具备建设条件，本项目在厂区内不设铁路专用线。本项目原料煤和燃料煤通过皮带运输机由煤矿选煤厂直接输送厂区，运距2 km。本项目主要成品273、甲醇就近生产下游产品。6.1.3.2 公路xx地区对外交通目前以公路为主，福银（福州银川）高速公路穿境而过，西安兰州公路（312国道）和S306省道位于厂区南部。西兰公路由东南向西北横穿xx地区，西兰公路为二级公路。拟建厂区北侧紧邻现有彬县至曹家店县级公路，该公路向西南可接S306省道和西兰公路，向东北可接G211国道。彬县至曹家店公路自彬县向东4.5 km跨泾河，泾河桥建于1976年，桥长220 m，9孔20 m钢筋混凝土双曲拱桥，转向北即达彬县所辖的7个乡及旬邑、淳化县，为县城东北方向的唯一出入口。另外厂区周边区域有彬新公路和在建银武高速公路经过，交通较为方便。6.1.4 社会经济条件彬县274、位于陕西咸阳西北部，总面积1183 km2，辖8镇8乡，247个行政村，全县总人口32.4万。彬县自然资源丰富，地下矿藏主要有煤炭、陶土、石英砂等10多种。县内煤炭储量68亿t，煤区原煤埋藏浅、储量大、煤层厚、煤质好，是优质的动力用煤、化工用煤和环保生活用煤。xx煤田是陕西第二大煤田，被省政府确定为能源化工基地县。彬县素有“果乡”之美誉，是全省苹果适生区，发展梨、枣、苹果、柿子生产自然条件得天独厚。彬县境内大小河流12条，可开发利用水能源1.2万kW。2008年，彬县完成生产总值44.1亿元，较2007年增长29%，超额16.1亿元完成了年初28亿元的计划指标，增速高出咸阳市平均增速13个百分275、点，名列咸阳市第一。人均生产总值首次突破万元大关，达到1.33万元；完成全社会固定资产投资33.5亿元，较2007年增长58.2%，超额8.5亿元完成了年初25亿元的计划指标；城镇居民人均可支配收入首次突破万元大关，达到12187元，较2007年增长48.7%；农民人均纯收入3078元，较2007年增长34.3%。6.1.5 公用工程条件6.1.5.1 供排水根据陕西省xx矿区综合开发规划，其煤化工项目工业区水源为黑河亭口水库，该水库的供水对象为xx矿区工业、彬县和长武县城。亭口水库工程位于咸阳市长武县境内，xx矿区中部，泾河一级支流黑河上，坝址距黑河入泾河河口2km。亭口水库已经列入国家“十276、一五”水库建设规划，项目建议书已通过水利规划总院审查，并获得审批，亭口水库计划2010年开工建设，建设工期5年。根据项目建设单位*矿业开发建设有限责任公司与咸阳市亭口水库工程建设处签订的供水协议，亭口水库保障向拟建项目提供原水2550万m3/a，参见亭口水库供用水协议。本项目需新鲜水量1847 m3/h，需要相应原水预计2032 m3/h（1625.6万m3/a）。由亭口水库供应，水源可靠、水量有保障。亭口水库距*煤电化项目工业区直线距离约35km。本项目采取多种措施进行水资源的综合利用，实现“零排放”。6.1.5.2 供电xx地区电网属西北电网。西北电网由750kV 、330kV及110kV277、电网组成。根据西北电网“十一五”及2020年电网规划设计滚动调整预测，陕西电网2010年、2015年需电量分别为930、1339亿kW时，增长率分别为11.77%、7.57%；最高发电负荷2010年、2015年分别为1510、2177万kW，增长率分别为11.79%、7.59%。需要在“十一五”及“十二五”期间建设一批大型电厂，才能满足陕西经济社会发展对电力负荷的需求。根据国家电网公司发展规划，西北电网将建成以750kV电压为主干网架。2005年，官亭兰州东750 kV示范性工程已经投运，到2010年西北750 kV电网构架将基本形成。拟选厂址位于陕西省咸阳地区彬县境内，彬县城东现有110 k278、V变电站一座，110 kV电源引自乾县330 kV变电站，内装SFSL1-20000/110，110/35/10kV的变压器一台。本项目拟建110kV变电站，110kV线路引自乾县330kV变电站，作为全厂用电设备的电源，实现双回路供电，满足本项目用电可靠性的要求。6.1.5.3 供热鉴于化工装置需要大量的蒸汽作为生产用汽，为保证化工装置可靠、经济运行，拟建一座利用当地丰富的煤炭资源作为锅炉燃料为化工装置供热的供热站。6.1.6 渣场本项目渣场拟选厂区南部的沟壑区域，该沟壑为雨洪冲沟，沟内无耕地，植被稀疏，无水文实测资料；沟底起伏不平。沟内长有刺槐及杂草，不占耕地，无拆迁户。6.2 厂址方案6279、.2.1 厂址方案本项目原料煤、燃料煤均由文家坡矿井提供。考虑到避免压矿、充足的水电供应，尤其是原料煤的便捷运输等问题，选择彬县小章镇东南2km处、彬县至曹家店县级公路以南区域作为本项目厂区。拟建厂区东西长2000 m，南北宽600 m，总占地面积120公顷。6.2.2 厂址方案优缺点（1）拟建厂区用地范围内村庄较少，土地开发成本小，有利于加快项目建设进度。（2）拟建厂区已经规划为工业区，符合城市总体规划；周边用地面积充裕，今后有足够的发展空间。（3）厂区靠近资源产地，可以实现就地加工转化，节省原料运费。（4）厂区所在区域公路交通条件较好，运输有保障。不利条件是厂址位于塬上，与周边铁路公路的落280、差较大，物资输送及供水等存在一定的能量损失。6.2.3 厂址评价该厂址地质构造简单，稳定性好，对地下水没有影响，适合作为建设项目用地。7 公用工程和辅助设施方案7.1 总图运输7.1.1 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GBJ122-877.1.1.1 总平面布置原则（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281、，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。7.1.1.2 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：供热站区：包括煤仓、煤破碎转运系统、锅炉房和脱盐水站，以及供热站辅助282、设施区（含液氨储罐和硫酸铵库房）。由于燃料煤通过皮带栈桥由厂区东北面运入，因此将供热站区布置在厂区的东侧。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、甲醇合成及精馏装置。由于原料煤通过皮带栈桥由厂区东北面运入，将磨煤、气化靠近供热站区布置在厂区的东部，煤运输比较方便。其它装置由磨煤、气化装置自东向西在拟建厂区南侧布置。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，考虑水源来自厂区西部亭口水库，净水厂布置在厂区西侧。火炬布置在厂区东北部区域。储运设施区：仓库区、汽车站台。本功能区主要位于283、拟建厂区北侧。管理及生活服务设施区：综合楼、门卫、汽车库、倒班宿舍、食堂、浴室等。该区主要位于厂区西北部。7.1.1.3 道路设计厂区共设三个与外部联系的道路出入口。西、北侧为人员主出入口，东侧为货流出入口，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7 m，转弯半径为15 m和9 m。7.1.1.4 主要技术经济指标（1）厂区总用地面积 120104 m2（2）本项目建、构筑物用地面积 70.2104 m2（3）建筑系数 49.2%（4）容积率 0.67（5）道路及通道用地面积 35.4104 m2（6）围墙长度 5200 m（7）绿化率 12.0%（8）行政生活服务区用地比例 2.7%注：指标（2）含露天装置、堆场、操作场、管线及管廊用地面积。7.1.1.5 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