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371可行性研究报告编制单位及编制人员名单项目编制单位：XX工程咨询有限公司资格等级： 级证书编号：（发证机关：中华人民共和国住房和城乡建设部制）编制人员： XXX高级工程师XXX高级工程师XXX高级工程师XXXX有限公司二XX年XX月XX日目 录1.总说明12.项目提出的背景123.原料和产品市场供需情况164.厂址及建厂条件485.工艺流程与设备选择506.公用及辅助设施12、347.环境保护2078.劳动安全卫生2269.消防24110.节 能25111.投资估算25412.职工定员及技术经济指标25813.项目实施计划及资金来源与使用26514.财务计算及评价2661. 总说明1.1 项目名称220万吨焦化/年及20万吨/年甲醇项目1.2 项目的主办单位及负责人项目主办单位：XXX矿业(集团)有限责任公司法人代表： 1.3 编制设计文件的单位及主要技术负责人编制单位： 1.4 编制依据、编制范围及设计原则1.4.1 编制依据a)技术咨询合同；b)设计委托书；1.4.2 编制范围本设计范围包括备煤、炼焦（新建455孔JN60型单热式焦炉）、煤气净化、甲醇等生产设施3、及配套的生产辅助设施，以及车间办公室等行政福利设施。1.4.3 设计原则根据XXX矿业（集团）有限责任公司的实际情况，结合国家经济建设的方针政策，本项目设计遵循以下原则：a)在总体发展规划的指导下，结合一期工程，统筹安排，合理布局。b)在设计中采用先进、成熟、可靠的工艺技术和设备，确保本工程能够长期、稳定、连续地运行，生产优质冶金焦炭、粗苯、硫磺、硫铵、焦炉煤气和甲醇等化工产品。c)在满足产品冶金焦质量要求的前提下，选择合适的工艺流程，以取得良好的经济效益。d)贯彻治理“三废”、减少污染的原则，以满足国家有关环保法律、法规的要求。e)认真贯彻国家和地方的生产安全和工业卫生的各项法规，建设一个具4、有安全生产、清洁卫生的良好生产环境。f)认真做好消防工作，遵守国家和地方的消防法律法规。g)在工艺流程和设备选择方面，采用先进的节能降耗技术，减少对水、电、蒸汽等动力的消耗，以达到国家有关节能规定的要求。1.5 可行性研究的概况、结论与建议1.5.1 概况1.5.1.1 规模及确定规模的依据 根据XXX矿业（集团）有限责任公司的的发展规划，结合国家经济建设的方针政策和煤炭资源、资金、市场需求等情况，并考虑供水、供电及运输等综合条件，确定本项目的建设规模为年产干全焦220万t。焦炉采用455孔JN60单热式焦炉。 为合理利用焦炉在生产焦炭时生产的剩余煤气，本工程配套建设年产20万t甲醇装置，合理5、利用了资源并能提高工程的综合经济效益。1.5.1.2 建设内容本工程由生产设施、辅助生产设施及行政管理和生活福利设施三部分组成。a)生产设施备煤车间：由贮煤场（一期工程、二期扩建）、配煤室、粉碎机室、煤塔顶层以及相应的带式输送机通廊（封闭式）和转运站组成。炼焦车间：建设455孔JN60型单热式焦炉、与焦炉相配套的干法熄焦装置（湿熄焦系统备用）及焦处理工段等，焦炉装煤及出焦除尘采用干式除尘地面站。焦处理工段由焦台、筛焦楼、贮焦场（一期工程、二期扩建）、贮焦槽以及相应的带式输送机、转运站等设施组成。煤气净化车间：由冷凝鼓风（含电捕焦油装置）、H.P.F脱硫、硫铵（喷淋式饱和器）、终冷洗苯、粗苯蒸馏6、及油库工段组成。甲醇装置包括空分工段、脱硫与转化工段、合成与精馏工段等。b)生产辅助设施及行政福利设施 主要内容包括：由循环水系统、酚氰废水处理站、制冷站、空压站、10kV变电所、车间变电所、中控室、耐火材料仓库等，以及车间办公室等行政福利设施。1.5.1.3 厂址本项目厂址位于安徽省XXX市xx县xx镇境内，西与河南省接壤，东临宿州市，有京沪铁路、濉阜铁路及通往宿州、XXX市、蒙城县的公路，另外矿区有矿业集团的专用线，厂址地势平坦，铁路专用线紧靠本工程厂址，铁路专用线与国铁接轨。公路、铁路运输十分便利。XXX煤焦化综合利用二期工程220万吨/a焦化工程的厂址由建设单位确定在XXX临涣小湖集工7、业区。厂址东面是拟建的发电厂区，南侧为一期工程场地，西靠预留焦油加工用地，北面为规划道路。该厂址自然地面标高在28.0 m29.0 m之间。工程用地范围内大部分为荒地及可拆除建、构筑物。厂址所在地地震基本烈度为6度，设计地震加速度值为0.05g。1.5.1.4 原料来源及产品销售本工程使用的主要原料为炼焦用洗精煤，主要由XXX矿业集团的临涣选煤厂、芦岭选煤厂、朱仙庄选煤厂以及石台选煤厂供给，原料来源比较可靠。硫酸、碱液、洗油等化工原料按铁路运输考虑。本项目的主要产品有焦炭、甲醇、焦炉煤气、蒸汽、焦油、粗苯、硫磺、硫铵等。焦炭为二级冶金焦，供应省内外各冶炼企业或出口创汇。焦炉煤气除焦炉加热和煤气8、净化自用外，其余煤气用于制造甲醇。蒸汽送公司发电厂用于发电。甲醇、焦油、硫磺、粗苯和硫铵等化工产品均在国内市场销售。1.5.1.5 主要工艺方案简介本项目工艺方案选择遵循的原则是尽量采用成熟、可靠的先进技术，生产适合当地需求的化工产品，注重环境保护，积极采取措施治理污染。本项目在工艺流程、炉型选择、技术装备上，充分考虑了华东地区的煤炭资源、煤种、煤质、当地水资源情况以及和一期工程的通用性，选择了技术比较先进、成熟、可靠、装备水平高、能耗低、占地面积小、投资少、污染小、水复利用率高的生产工艺。本设计车间组成包括备煤车间、炼焦车间、煤气净化车间、甲醇装置以及相应的生产辅助设施和生活设施。备煤车间采9、用工艺过程简单、设备较少、布置紧凑、操作方便的先配煤后粉碎工艺流程。煤场按7.5天储量考虑。炼焦车间采用455孔JN60型单热式焦炉，熄焦采用干法熄焦工艺。该炉型突出优点是生产操作稳定，焦炭块度大、改善了焦炭质量。焦处理工段是为配合455孔JN60型单热式焦炉而设计的，由焦台、筛焦楼、贮焦槽、贮焦场（一期工程预留，二期扩建）等组成。将焦炭筛分为 10 mm、1025mm、2540mm以及40mm四级。焦炭可由汽车或火车外运。煤气净化系统采用高效横管煤气冷却器，经分析及技术经济比较，确定煤气净化系统采用流程短、设备少、操作简单、占地面积小、废液少、基建投资省和原材料费用低的以煤气中氨为碱源的HP10、F脱硫及喷淋式饱和器生产硫铵的工艺；粗苯回收采用洗油洗苯、含苯洗油经管式炉加热进行蒸馏的工艺。1.5.1.6 投资估算及资金来源a)本工程固定资产投资为 167311.08万元。固定资产投资的来源如下：1)企业自有资金58558.88万元(35%)。2)银行贷款108752.2万元(65%)，贷款年利率为5.76 %，建设期利息为9687.96万元。b)本项目生产所需流动资金为22228.35万元，流动资金来源如下：1)自有流动资金6668.50万元。2)流动资金借款15559.84万元，年利率为5.31 %。1.5.1.7 建设进度根据建设单位的意见以及本项目工程设计的具体内容，参考本地区的11、自然条件和类似工程项目的建设进度，初步安排项目的建设实施计划如下：2005年12月完成可行性研究报告及审批；2006年3月完成初步设计；2006年4月2007年2月完成施工图设计；2006年12月开始施工建设；2008年9月工程全面建成投产。1.5.1.8 主要技术经济指标主 要 技 术 经 济 指 标 表序号指 标 名 称单 位指 标备注一、焦化部分(一)规模1焦炭产量万t/a2202焦炉炉型及孔数座孔455JN603干熄焦处理能力t/h2140(二)产品产量1焦炭(干基)t/a2164198其中：40mmt/a18612102540mmt/a1514941025mmt/a5410510mm12、t/a973892粉焦t/a264933焦炉煤气103m3/a896148剩余焦炉煤气103m3/a462900.644焦油t/a1011785粗苯t/a289086硫磺t/a61687硫铵t/a242838蒸汽t/a1240320(三)原材料消耗量1炼焦用洗精煤(干)t/a28908002洗油t/a28913NaOH(40%)t/a70634HPF催化剂t/a205硫酸t/a195836磷酸钢t/a4.97阻垢剂t/a6.578聚合铁（PFS）t/a15429碳酸钠（NaCO3）t/a289110聚丙烯酰胺（PAM）t/a3.8511磷酸盐t/a7912水质稳定药剂t/a20013盐酸（3013、%）t/a43.514NaOH（42%）t/a36.515阳树脂t/a0.316阴树脂t/a0.617液氨t/a3.1518联氨（N2H4 40%）t/a0.19二、甲醇部分(一)规模1甲醇生产规模万t/a19.87(二)产品产量1甲醇t/a198700(三)原材料1焦炉煤气103m3/a462900.64焦化部分供给2铁钼催化剂t/a17.43氧化锌t/a144转化催化剂t/a175甲醇催化剂t/a406锰矿脱硫催化剂t/a2207空分分子筛t/a8.58NHD溶剂及化学品t/a42三、动力消耗1水生产用水m3/h833.8净化循环水m3/h6173制冷循环水m3/h3130甲醇工艺循环水m14、3/h11580低温水m3/h19702电有功功率kW34900视在功率kVA40870年耗电量103kWh/a2443003蒸汽夏季t/h121.43冬季t/h107.64年耗量t/a9720314生产用压缩空气m3/min98.25净化压缩空气m3/min55.76氮气m3/min16.897焦炉煤气103m3/a433247.36其中：焦炉加热用103m3/a410852.76管式炉用103m3/a21900干熄焦及试验用气103m3/a494.6四、投资1固定资产投资万元2建设期利息万元3流动资金万元五、财务预测指标1销售收入万元/a275908.78达产年2销售税金及附加万元/a1515、087.82达产年3原料费用万元/a206811.82达产年4动力费用万元/a18685.78达产年5总成本费用万元/a245530.99经营期平均6利润总额万元/a12681.76经营期平均7所得税万元/a4184.98经营期平均8税后利润万元/a8196.78经营期平均9全投资内部收益率(税前)%9.8010全投资内部收益率(税后)%8.0911全投资回收期(税前)年11.2412全投资回收期(税后)年11.9913净现值(ic=12%，税前)万元4410814净现值(ic=12%，税后)万元1557015投资利润率%6.3716投资利税率%13.86六、其它指标1职工定员人839其中: 16、生产人员人814管理及服务人员人252工程用地面积hm239.355其中甲醇6.7553道路12m宽m9007m宽m21004.5 m宽m3504回车场面积m240005土方工程量m317其中：填方m315挖方m326绿化用地率%8.151.5.2 结论本项目充分利用当地煤炭资源，生产优质冶金焦，实现了对优质炼焦煤的合理利用。有利于企业加快实施发展战略，调整产业结构。有利于企业扩大产品规模，提高产品质量，降低能耗，减轻环境污染，必将为企业带来较好的经济效益。本项目在工艺方案选择上采用了技术成熟、可靠、先进合理的工艺流程。炼焦吸取国内外先进技术，采用JN60型焦炉，适合于本地区煤资源特点，技术成17、熟可靠，工艺装备水平先进；煤气净化车间采用了H.P.F脱硫，工艺流程短、净化效率高。本项目条件优越，原料煤供应可靠，所产冶金焦质量好，剩余煤气生产甲醇。全投资内部收益率（税后）为8.09%，高于基准收益率7%。在其20年的生产经营期内，平均年实现利润总额 12681.76万元，达产年上缴销售税金及附加15087.82万元，平均年上缴所得税4184.98万元，平均年实现税后利润8496.78万元，全投资回收期（税后）为11.99年，税后净现值为15570万元，投资利润率为 6.37%。综上所述，本项目采用成熟可靠的工艺技术，生产优质冶金焦，实现了对优质炼焦煤的合理利用，有利于企业扩大产品规模、提18、高产品质量、降低能耗，减轻环境污染。项目具有显著的经济效益、环境效益和社会效益。因此，项目的建设是可行的，也是必要的。2. 项目提出的背景2.1 厂址所在地概况本项目厂址位于安徽省XXX市xx县xx镇境内，西与河南省接壤，东临宿州市，有京沪铁路、濉阜铁路及通往宿州、XXX市、蒙城县的公路，另外矿区有矿业集团的专用线，厂址地势平坦，铁路专用线紧靠本工程厂址，铁路专用线与国铁接轨。公路、铁路运输十分便利。厂址用地范围内地形开阔，地面自然标高28.028.5m左右。工程用地范围内大部分为荒地及可拆除建、构筑物，地下无采空区及矿藏。厂址所在地地震基本烈度为6度，设计地震加速度值为0.05g。2.2 企19、业概况XXX矿业（集团）有限责任公司坐落在安徽省XXX市，是以煤炭生产经营为主，集电力、化工、建筑建材、医药、机械制造、农林养殖、商贸旅游为一体，多种经营、综合发展的大型企业集团。其前身是XXX矿务局，始建于1958年5月，1998年3月改制为XXX矿业（集团）有限责任公司（国有独资），1998年8月份，由原直属煤炭部转为安徽省直属企业。现拥有资产124亿元，在职职工9万多人，各类专业技术人才1.5万人，生产矿井14对，在建矿井2对，筹建矿井4对，年生产能力2000万吨以上。有精煤洗选厂5座，入洗能力1100万吨/年，年产冶炼精煤500多万吨，另有5座动力选煤厂，入选能力700万吨/年。20020、4年，集团公司各项指标又创历史新高，原煤产量2150万吨，销售收入93.78亿元，创利税10.56亿元。自1958年开始大规模开发建设以来，在各级政府的关心、支持下，经过几代矿山人的艰苦拼搏，逐步发展壮大，1976年原煤产量突破1000万吨，成为国家十大能源基地之一；1994年达到1500万吨；2001年超过2000万吨。47年来，累计生产原煤5亿多吨，创利税60亿元，创汇5亿多美元，为国家经济建设和发展做出了积极贡献。2004年列入国家十三大能源基地，2005年中国企业500强排名267位，煤炭行业排名第10位。近年来，我们坚持以建立现代企业制度为方向，积极推进主辅分离和公司化改造，建立并逐21、步完善了规范的法人治理结构，设立了董事会、监事会和经理层，已形成以集团公司为母公司，煤业公司、多经总公司、物业总公司和雷鸣科化公司、工程建设公司、金蟾药业公司、勘探工程公司、电力公司、板业公司、农林工贸公司等若干个专业化子公司组成的母子公司管理格局。其中，雷鸣科化公司是全国民爆行业第一家上市公司，于2004年4月在上海证券交易所挂牌交易。XXX矿区地处华东腹地、安徽省北部，与江苏、河南两省交界。东西、南北跨度各约100公里，总面积9600平方公里，其中含煤面积6912平方公里，包括濉肖、宿县、临涣、涡阳四大矿区。全矿区煤炭保有储量约80多亿吨，有焦煤、1/3焦煤、气煤、肥煤、贫煤、瘦煤、无烟煤22、和天然焦等八大主要煤种，煤质优良，属低硫、特低磷、中低灰分，高发热量，粘结性强，结焦性好的“绿色环保型”煤炭。其中，焦煤、肥煤和瘦煤为国家保护开发的稀少短缺煤种。除煤炭资源外，矿区还有丰富的伴生矿资源，已探明-2000米水平以上煤层赋存煤层气储量达3000多亿立方米及优质高岭土4.8亿吨、天然焦1.5亿吨。XXX矿区地理位置优越，交通运输便利，北靠陇海线，东临京沪线，西有京九线，三大铁路运输干线及合徐（合肥徐州）、连霍（连云港霍尔果斯）两大高速公路贯穿其间，320多公里自营铁路纵横矿区，水运通道连接华东沿海各省，为货物运输创造了极为良好的条件。多年来，集团公司坚持弘扬“艰苦创新业、开拓争一流”23、的企业精神，充分利用煤种齐全的资源优势，发挥洗选加工能力，着力培育煤炭主业的核心竞争能力。主要产品有临涣精煤、芦岭精煤、XXX瘦精煤、XXX优混煤和朱仙庄优动煤等品牌，是华东地区最大的冶炼精煤生产基地。煤炭产品不仅销往华东、华南地区，同时还出口韩国、日本、印度、东南亚及香港、台湾等国家或地区。在发展煤炭生产的同时，我们不断地进行结构调整，大力发展非煤产业，已形成拥有建筑、建材、电力、机制、医药、轻工、仓储、商贸、旅游等多经产业16个系列、400多个品种，并创出质量免检产品“相山牌”水泥、“淮海牌”水胶炸药，“金蟾牌”华蟾素注射液被评为“中国公认名牌”。2.3 项目建设的有利条件 a)各级政府部24、门的大力支持 近年来，随着国家能源工业结构调整及公司发展规划的实施，在公司发奋图强、顽强拼搏的同时，国家及各级地方政府对其发展给予了资金、政策等多方面的关心帮助及支持。 安徽省XXX市各有关部门在项目用电、用水及环保、安全、消防等方面给予大力支持，确保该项目顺利进行。 b)优质炼焦煤供应有保障XXX矿区焦肥瘦煤等主要炼焦煤储量居于华东第一，全国第二，煤种优越，煤质优良。 XXX矿业（集团）有限责任公司是特大型企业和主要冶炼精煤生产基地。因此本项目的原料供应是有保证的。 c)XXX矿业（集团）有限责任公司综合实力雄厚，项目的资金来源有保证。 d)产品市场前景广阔。 本工程生产的焦炭、甲醇、焦油、25、粗苯等产品均为国际、国内热销产品，焦炭等产品供不应求。产品的销售前景及产品本身较高的附加值可最大限度保证本工程的投资效率及投资内部收益率，保证本工程的社会效益、经济效益的双赢。 e)建设条件优越 本工程厂址处地理位置优越、交通方便、地域开阔，依托一期工程，建厂的水、电等外部条件均能满足要求，具有较好的铁路及道路运输条件。厂址为空阔地带，无搬迁问题，建设条件优越。f) 人才和建设经验丰富由于一期工程正在紧锣密鼓地建设，在二期工程实施的时候，XXX矿业（集团）有限责任公司已经培养出大批生产和建设人才，对二期工程建设具有积极的推动和促进作用。3. 原料和产品市场供需情况3.1 原料供应 本项目的主要26、原料是炼焦用精煤及部分化工原料。 本项目焦化厂使用的重要原料为炼焦用洗精煤，年用量为321.2万t（含水份10%）。 XXX矿业（集团）有限责任公司是国家特大型企业和主要冶炼精煤生产基地。拥有矿井14对，年产原煤1730万t；在建矿井2对，设计生产能力270万t。煤炭资源保有储量68亿t，主要生产焦煤、气煤、肥煤、瘦煤，煤种齐全，其中肥、焦煤占储量50%以上，是国家主要冶炼精煤生产基地。 设计对生产II级冶金焦的装炉煤的质量要求如下：水分 Mt10%灰分 Aad10%硫分 Stad 0.6%挥发分 Vdaf2431%粒度(80%粘结指数 G5872目前选用的供煤基地及煤种如下：供煤基地煤种灰分27、(Ad)可供数量(万吨)运距(公里)运输方式备注2006年2007年XXX选煤厂瘦煤10.5758047火车石台选煤厂焦煤11606047火车临焕选煤厂焦煤11180180皮带肥煤11.57575皮带卢岭选煤厂1/3焦煤9.59595自营铁路火车朱仙庄选煤厂1/3焦煤9.55050自营铁路火车涡北选煤厂焦煤11207515火车 本项目的主要化工原料是NaOH（40%）、H2SO4（93%）及HPF催化剂、转化催化剂、铁钼催化剂、合成催化剂等均由省内外市场购入。3.2 主要产品产量及质量指标3.2.1 主要产品产量本项目的主要产品有焦炭、甲醇、焦油、粗苯、硫磺、硫铵等。各种产品产量如下：序号指 28、标 名 称单 位指 标1焦炭(干基)t/a21641982粉焦t/a264933焦炉煤气103m3/a8961484焦油t/a1011785粗苯t/a289086硫磺t/a61687硫铵t/a242838蒸汽t/a12403203.2.2 产品质量指标a)II级冶金焦主要质量指标预计如下：灰分13.5%硫分0.6%挥发分1.9%抗碎强度M2592%耐磨强度M107%b)甲醇 1)工业甲醇国家标准如下表。工业甲醇国家标准（GB-338-92）项 目指 标优等品一等品合格品色度（钼-钴）,号510密度（20）,g/cm2温度范围（0,101325Pa）,64.065.5沸程（包括64.60.1）029、.81.01.5高锰酸钾试验,min503020水溶液试验澄清-水分含量，%0.100.15-酸度（以HCOOH计），%0.00150.00300.0050或碱度（以NH3计），%0.00020.00080.0015羰基化合物含量(以CH2O计)0.0020.0050.010蒸发残渣含量，%0.0010.0030.0052）美国“AA”级精甲醇标准，如下表。工业甲醇美国联邦标准（O-M-232G）“AA”级指 标 名 称指 标乙醇10PPm丙酮10PPm游离酸（Hac计）30PPm外观无色透明可炭化物（加浓H2SO4）不褪色颜色不暗于ASTM的铂-钴标度5馏程（760mmHg）1（64.60.30、1在内）比重d20200.7928不挥发物10mg/100ml气味醇类特征，无其它气味高锰酸钾试验30分钟内褪色c）粗焦油符合YB/T5075-93 密度（20C） 1.151.22 g/ml 含水 4.0% 灰分 0.13% 粘度（E80） 4 甲苯不溶物（无水基）3.57.0% 萘含量（无水基）7.0%d）硫磺 含硫 97%e）硫铵 符合GB535-1995（一等品） 氮含量(以干基计) 21% 含水 0.3% 游离酸含量 0.05%d)粗苯 符合YB/T5022-93 密度（20C） 0.8710.900g/ml180前馏出量（重） 93%水分：室温（1825）下目测无可见的不溶解的水331、.3 主要产品市场预测本项目生产优质冶金焦、焦油及甲醇等化工产品，焦炭及甲醇作为主要产品，其市场的前景将直接影响本项目的经济效益和投资收益率。3.3.1 焦炭市场预测焦炭是冶金、机械、化工行业的主要原、燃料，其中以冶金行业的高炉炼铁消耗量最大。预计在未来20 30年内，世界钢铁生产仍将以高炉炼铁为主。随着西方工业国家钢铁产量的增加，焦炉的日益老化，焦炭生产能力正在逐渐下降，同时由于西方国家环保法规日益加强，新建和改扩建焦炉又受到一定的限制，迫使这些国家努力在世界范围内寻求适宜的焦炭供货源。中国是目前世界上最大的焦炭生产国（2004年占世界焦炭产量的49.7%）与出口国（2004年超过世界焦炭贸32、易量的50%），但目前中国焦炭总产量中仍有相当一部分的土焦（2004年占中国焦炭产量的16.77%）。随着中国对土焦生产严厉限制措施和逐步淘汰小机焦的实施以及全球经济的发展，未来可能会出现世界范围内的焦炭短缺。由于全世界范围内的焦炭总产量下降和钢铁生产的持续发展，导致焦炭的供需矛盾将会在未来很长时间内存在。3.3.1.1 国内焦炭市场焦炭在国民经济发展中有其特殊的地位，与钢铁等行业生产的联动作用明显。2004年焦炭产量20873万t，表观消耗量19732万t，比2003年增长18.82%，与我国生铁的增长幅度相当，也就是说由于钢铁工业的迅速发展，导致对焦炭的需求量大大增加。根据中国钢铁工业协会33、最近发表的“钢材市场需求预测及钢铁工业发展战略的若干建议”文中的预测“2005年全国钢材实际需求（即扣除重复材）2.5 2.6亿t，表观消费2.7 2.75亿t，2010年全国钢材实际需求（即扣除重复材）3.1亿t，表观消费3.35亿t；折合钢的需求2005年为2.7亿t，2010年为3.3亿t”，这样2005年及2010年仅钢铁行业新需增加的焦炭消耗量分别为780万t及3650万t。此外，钢铁行业外的化工、有色金属冶炼、机械制造等其它行业2005年及2010年新需增加的焦炭消耗量分别为240万t及1100万t据中国统计年鉴及中国炼焦行业协会公布的数据，19932004年中国及世界的焦炭产量（34、含土焦）见下表。中国（未含台湾省）焦炭产量 单位：万t年 份199319941995199619971998199920002001200220032004中国焦炭总产量9315.01142913502136461390212806121111218413130147891777520873其中: 机焦6002.96039.76507.76996.67067.28010.08000.08752.39442108311314717733 占总产量, %64.452.848.251.350.862.566.171.871.973.274.085.0世界焦炭总产量33094345493690335735、673602733613327063400233600358003900042000中国世界, %28.133.136.638.238.638.137.035.839.141.345.649.7中国焦炭产量近十多年来，中国的焦炭总产量翻了一番还多。从1993年起，中国的焦炭产量已连续居世界第一位，预计这种情况还将持续下去。中国目前正在生产的焦炉分为机械化焦炉和土法炼焦炉两大类，焦炭总产量中包含机焦和土焦两大部分。2004年我国的焦炭总产量为20873万t，是1993年焦炭总产量的2.24倍，其中机焦产量为17733万t，是1993年机焦产量的2.95倍，机焦的增长速度略高于焦炭总量的增长，机焦36、产量占焦炭总产量的比例也由1993年的64.4%下降到2004年的85%。1986年到2003年的十几年间，由于机焦生产的不足，刺激了土焦生产的恶性发展，从1995年开始土焦产量开始下降，机焦所占的比例开始上升。由于钢铁和冶炼工业的发展，我国国内的焦炭消耗量也在不断增加，1987年和1989年焦炭消耗量每年平均6000万t，1990年到1992年焦炭消耗量每年平均7000万t以上，1993年焦炭消耗9054万t，1995年的焦炭消耗量为12615.5万t，1999年焦炭消耗11114万t，2000年焦炭消耗10631万t，2001年的焦炭消耗量达到11663万t，2002年焦炭消耗12305万37、t，2003年焦炭消耗16303万t，2004年的焦炭消耗量达到19372万t。而现有的机焦生产能力只有17723万t/a，满足不了国内市场的需求。焦炭协会初步统计显示，2004年焦炭产量突破了2亿吨，市场供求基本平衡，而价格在高位运行。2005年从GDP、出口以及投资与钢材消费的走势来看，预计全年我国钢材消费仍将持续增长，粗钢、生铁的产量极有可能超过3.2亿吨和3亿吨，从而拉动焦炭需求超过2.25亿吨，增产2500万吨。不过，考虑到2005年煤炭继续增产，供求关系趋缓，炼焦煤资源基本可以满足国内市场需求。经测算，今年全国可增产3500万吨以上洗精煤，能够满足增产2500万吨以上焦炭生产的需要38、。目前中国正在生产的机械化焦炉，有炭化室高度分别为6.0m、5.5m、4.3m、4.0m、3.3m、2.8m、2.5m、2.0m的顶装焦炉，和炭化室高度分别为4.3m、3.8m、3.2m、2.5m的捣固焦炉。据对中国焦化企业的初步统计，目前我国现有焦炭生产企业1304个，运行的焦炉共2710座，生产能力为2.4亿t。此外，我国正在新建、改建的焦炉有245座，生产能力为1.2亿t。我国许多大型焦炉都设有计算机控制系统、装煤和出焦除尘装置，有些还配备了干熄焦装置。绝大部分焦化厂都具备先进、科学、严格的生产管理制度和管理手段，焦炉的生产管理水平已达到国际先进水平。现有机焦中约1150万t/a是由炭化39、室高度4.0m、装备水平较低的小机焦炉生产的，根据中国炼焦行业协会规划的要求，2005年前要淘汰70型及以下的小型机焦炉，炼焦能力约为700万t/a，第十一个五年计划期间淘汰炭化室高度4.0m的小型机焦炉，炼焦能力约为450万t/a。土法炼焦炉主要有以75型、89型和96型为代表的各种结构的“改良焦炉”和“连体改良焦炉”，国家已明令禁止和取缔土焦生产。据中国炼焦行业协会等部门统计， 2004年中国土焦产量3500万t。随着中国加大取缔土焦及炭化室高度4m、装备水平较低的小焦炉生产的力度，今后一段时间焦炭产量会有所下降。这些都表明，中国的机焦生产能力已出现了严重不足，若不加快机焦的发展，未来几年40、焦炭供需矛盾将进一步加剧，最终影响到我国冶金工业的发展。随着土焦的取缔以及小机焦的逐步淘汰，中国的焦炭总产量将大幅度下降，预计到2010年左右，中国国内的机焦焦炭缺口将在3500万t/a。此外，已建成的310余座炭化室高度4m、装备水平较高的机焦炉中，有60余座已生产20年以上，即将开始进行技术改造。因此，预计未来10 15年内，国内焦炭供不应求的局面不会有太大的改观，国内的焦炭市场前景看好。3.3.1.2 国际焦炭市场全世界对冶金焦的需求量一直受喷吹煤粉（PCI）和直接还原炼铁等技术发展的影响。但根据国际钢铁工业界的权威人士预测，不用焦炭的炼铁工艺在今后的20 30年内不会大范围地替代目前的41、高炉炼铁法。焦炭仍将是未来钢铁生产的主要原材料。从今年以来世界各国经济发展趋势看，并根据各有关方面预测分析，预计全球粗钢、生铁的产量在去年10.6亿吨和7.3亿吨的基础上将分别突破11亿吨和7.7亿吨，这将进一步加大对焦炭资源的需求，焦炭价格将居高不下。钢铁行业的稳步发展无疑将对焦炭有着较大的市场需求。因此，必须提高目前的炼焦能力，才能满足今后国际市场对焦炭的需求。2003年在全球增产的4892万t生铁中除中国增产3573万t外，其余的1319万t主要是巴西（236万t）、印度（223万t）、俄罗斯（205万t）、乌克兰（184万t）、英国（152万t）、日本（111万t）、韩国（74万t）等42、国家增产，以上七个国家增产生铁1185万t，占1319万t增量的88.84%。统计结果表明，以中国、俄罗斯、印度、巴西4四国为中心，2004年世界上62个国家和地区粗钢首次突破10亿吨，产量达到10.35亿t，同比增长8.9%。从国别来看，中国2004年粗钢产量约为2.7亿吨，比上一年大幅增加23.2%，约占全球产量的25；欧盟25国粗钢产量约为1.93亿吨，增长5.2%；日本粗钢产量约为1.26亿吨，增长2%世界其他国家占3.23%；美国粗钢产量约为9854万吨，增长5.2%；俄罗斯粗钢产量约为6428亿吨，增长4.6%。根据国际钢铁协会（IISI）初步调查显示，2004年全球生铁产量首次超43、过7亿吨，达到7.17亿吨。2002年全球生铁产量为6亿吨，两年之内增长了1亿吨，其中以中国的增长量尤为显著，其增长量占到了世界5778万吨总增长量的85（达到4891万吨），这一增长量超过了前一年。另据IISI调查还显示，直接还原铁产量达到4089万吨，比上一年增加18.5%。由于钢铁生产增长的较快，焦炭资源短缺，因而扩大了对中国焦炭的高需求。在国际市场焦炭需求量上升的同时，由于环保法规日趋严格及世界范围内现有焦炉的日益老化和损坏，新建焦炉又财力不足，世界焦炭总产量呈继续下降的趋势，而中国的焦炭产量占世界焦炭总产量的分额却从1991年的21.6%上升到2003年的45.6%。因此，在未来1044、 15年内或更长的时间内，世界焦炭总产量的增加，主要依靠中国的焦炭产量的增长。世界焦炭主要生产国有CIS、日本、中国、美国、德国、波兰及巴西，其中中国目前的焦炭产量最大，占世界焦炭总产量的49.7%。到2005年，随着世界焦炭需求量的增长，中国焦炭的年产量也将有较大地增长。CIS焦炭生产能力为8280万t/a，但近年来开工严重不足，2000年产量仅达5164.3万t。CIS国家中，俄罗斯目前有12个焦化厂，共63座焦炉，平均炉龄24年，总的设计炼焦能力为3980万t/a，2000年焦炭产量为3058万t，2001年焦炭产量为2990万t；2002年焦炭产量为3090万t；根据俄罗斯经济部对2045、01 2005年间俄罗斯焦化工业发展战略的审议，到2005年，俄罗斯焦化工业调整完毕后，总的设计炼焦能力为3800万t，实际生产能力保持在3200 3400万t，其中出口在100万t左右。在西方工业国家中，日本的焦炭生产能力最大，1992年其生产能力为4740万t/a，2002年产量为4547万t；到2002年底，日本共有116座焦炉，50%以上的焦炉炉龄超过35年，焦炭产量大幅度下降，日本已从以前最大的焦炭出口国，转变为焦炭进口国，2003年从中国进口291万t焦炭。目前美国正在生产的焦炉有2845座，有1206座炉龄超过40年，从1988 1998年，美国高炉生产一直保持相对稳定，而焦炭消46、耗下降了20%，从1988的2670万t到1998年的2250万t，原因是高炉增加喷煤粉使得焦比下降，与此同时，焦炭生产也下降了，2000年实际产焦量为1880.5万t，2002年又关闭了炉龄超过50年以上的焦炉，现在美国焦炭短缺约300 350万t；2003年从中国进口91万t焦炭。目前德国的焦炉有约30%炉龄超过32年，焦炭产量也从1986年的2250万t下降到2000年的911.5万t，目前焦炭短缺500万t。欧盟成员国的焦炭产量也从1997年的4037.7万t下降到2001年的3305万t。波兰焦炭的生产能力近几年来一直维持在1060万t，出口约500万t。巴西目前焦炭产量约750万t47、，缺口约220万t，全部从中国进口。发达国家（北美洲、西欧及日本）焦炭产量减少主要是由于生铁产量下降、高炉焦比降低、焦炉老化以及日趋严格的环保法规等因素造成的。由于日趋严格的环保法规和昂贵的人工费用，使得发达国家发展焦炭生产的投资和成本大大增加，迫使这些国家谋求在其他环保条例较宽松、生产成本较低的国家寻求发展焦炭生产基地或寻求焦炭货源的供应厂商。在日本新建1座7m高、100孔炭化室、年产焦炭100万t的焦化厂，其建设费用约合人民币35 70亿元；2003年3月全世界最先进的蒂森克虏伯斯维尔根年产焦炭260万t的焦化厂投产，其建设费用约合人民币80亿元。3.3.1.3 世界焦炭贸易与我国的焦炭出48、口前景预测由于世界各国和地区间焦炭生产量与消费量的不平衡，促进了世界范围内的焦炭贸易的发展。1995年世界焦炭贸易量为1763万t，2000年世界焦炭贸易量为1804 2006万t。预测2005年世界焦炭贸易量可达到2152 2653万t。焦炭主要出口国家为中国、CIS国家及波兰。主要焦炭进口国有美国、德国、法国、印度及日本。近年来，世界焦炭贸易量基本维持在2000 2500万t左右，美国曾是焦炭传统出口大国，但到2001年出口量仅为97万t，进口量为212万t，2002年进口量为343万t；德国虽然在欧盟中焦炭产量最大，但2001年进口量仍增加到679万t；法国焦炭出口量在2000年数量最高49、达71万t，目前为60万t，但进口量每年为100万t以上，2000年为144万t；我国焦炭出口量从1997年突破1000万t（当年出口1058万t）以来，一直保持在1500万t左右，2001年达到1467万t，2002年略有减少但仍为1357万t，2003年回升到1472万t，已占世界焦炭出口量的56.4%，成为世界最大的焦炭出口国及世界焦炭市场的主要供应商。据中国海关统计，1994年以来中国焦炭出口量见下表和图。中国焦炭出口量，万t年份19941995199619971998199920002001200220032004出口量4048867771058114699715191467135750、14721051中国焦炭出口量图，万t从上表和图中可以看出，1994年到2004年，我国的焦炭出口量增长迅猛，2004年焦炭出口量是1994年的3.71倍。随着全民环境保护意识的增强，国家环境保护法律和法规日渐完善，对土焦生产及其出口的限制，土焦的生产量会逐步下降以至淘汰，而世界焦炭的贸易量却呈增长趋势，各焦炭进口国对中国焦炭的需求有增无减，因此中国机焦出口的市场容量很大。预计近几年，中国的焦炭出口量将维持在1500万t/a左右。中国出口焦炭的用户正从过去的发展中国家向发达国家扩展，而且数量增长幅度很大，进而说明了中国焦炭在世界的主导地位。过去的焦炭生产与出口大国也开始进口焦炭，如美国200351、年就从中国进口焦炭91万t。1999年 2003年中国焦炭出口达30万t以上的国家，万t国家或地区日本巴西印度意大利美国比利时荷兰法国南非1999年105.3554.35124.0923.23112.265.7958.1972.5752.412000年282.6196.44232.7942.8182.43126.462.6179.5746.722001年201.51101.86191.6787.45119.0456.1146.012002年229178117114991108744442003年2912141181179176726461国家或地区德国英国土耳其秘鲁伊朗韩国瑞典台湾1999年352、1.0137.5835.6218.717.0816.642000年52.4835.6737.4912.8934.1520.992001年31.8743.3420.1548.5920.92002年39102036292003年45444234343.3.1.4 焦炭市场价格3.3.1.4.1 国内市场价格近年来，我国的焦炭价格一直处于上升趋势，2003年冶金焦（25mm）的平均价格已达到800元，2004年冶金焦（25mm）的平均价格已达到1000元/t以上。这是由于钢铁生产增长较快所引起的，此外由于炼焦煤源的紧缺，在很长的时间内，焦炭的价格还会稳定地上升。3.3.1.4.2 国际市场焦炭价格与53、我国的焦炭出口价由于钢铁生产增长较快，焦炭资源短缺，因而扩大了对中国焦炭的高需求，有预测认为国际市场对中国的焦炭需求量达1600万t以上，2004年我国出口焦炭1501万t，同比增长1.97%。但其出口量远不能满足国际钢铁生产的需求，其出口平均单价从2003年初1月份的84.72美元/t增长至12月份的152.67美元/t，上涨80.21%。2004年的出口平均价（FOB）为263美元/t。中国出口焦炭平均价格表（FOB），美元t项目1995199619971998199920002001200220032004平均价77.179.6874.869.6455.2860.2667.1670.4354、152.72632000年中国出口焦炭1519万t，平均价格（FOB）已达到60.3美元/t；2001年中国出口焦炭1467万t，平均价格（FOB）上升达到67.16美元/t；2002年中国出口焦炭1357万t，平均价格（FOB）上升达到70.43美元/t；2003年中国出口焦炭1472万t，平均价格（FOB）上升达到152.7美元/t；2004年中国焦炭的出口平均价格在2003年出口平均价格的基础上已经上涨了近100美元/t。灰份为10.5%的焦炭价格最高达到350美元/t（FOB价格），在欧洲及巴西，包括运输在内的中国焦炭进口到厂最高价格曾达400美元/t。2004年中国出口焦炭平均价格（55、FOB）上升到263美元/t。在国际市场上其它国家出口的焦炭价格也同样在上升，如波兰焦炭的出口价格（在德国边境）为110 111美元/t。乌克兰焦炭的出口价格为90美元/t（FOB黑海价格），乌克兰焦炭价格低于中国焦炭价格的原因是灰份高、成色较差。中国出口焦炭平均价格图（FOB），美元t 中国焦炭的目前生产成本因炼焦用洗精煤的来源不同而差别较大，比较低的仅为400500元/t，高的将近850元/t ，2004年以来生产成本提高较快，目前比较集中在500 800元/t之间，已经接近发达国家的焦炭生产成本。从贸易双赢的角度出发，焦炭用户采购焦炭的价格应是接近或略高于新建焦炉的生产成本。中国与发达国56、家的焦炭生产成本，元/t（人民币）国 家美国日本韩国独联体中国生产成本968.76778.32678.96447.12500 800目前世界经济虽有下调，但总体看好。钢消费量将继续增长，预计今年全球粗钢、生铁的产量在去年10.6亿吨和7.3亿吨的基础上将分别突破11亿吨和7.7亿吨，这将进一步加大对焦炭资源的需求。2005年前两个月，我国焦炭出口大幅度增加，达到230万吨，同比增幅58%。2005年3月焦炭国际价格维持在每吨220230美元，根据目前的经济形势，每吨焦炭270300美元比较合适。3.3.2 甲醇市场预测 甲醇是一种重要的有机化工基本原料，被广泛应用于有机合成、染料、农药、医药、57、涂料等行业，其消费量仅次于乙烯、丙烯和苯。 同时，甲醇又是一种性能优异的清洁燃料，随着世界石油资源的日渐枯竭、环保呼声的日趋高涨，甲醇掺烧汽油及甲醇燃料越来越受到人们的重视，国内许多地区已开始大面积推广。由甲醇生产二甲醚来替代柴油及石油液化气目前也已成为国内研究和投资的热点，这为我国甲醇工业的发展提供了更大的空间。 我国是目前世界上甲醇需求增长最快的地区之一，目前国内年需求量已达到400万t，进口量约210万t。在过去的5年内，中国甲醇需求平均年增长率高达16%，而国内产量的平均增长率只有7.35%，因此大量甲醇依赖进口。虽然国内正在筹建的甲醇项目很多，但据专家预测，随着国内甲醇下游产品开发及58、甲醇掺烧汽油、甲醇制二甲醚等产业的快速发展，国内甲醇市场在近期内仍有较大缺口。 甲醇市场的主要竞争对手是进口货，因此唯有低投资、低成本的项目才能在日后的市场竞争中获胜。3.3.2.1 甲醇产品市场分析3.3.2.1.1 概述甲醇是一种重要的基本化工原料，在世界基础有机化工原料中，甲醇消费仅次于乙烯、丙烯和苯，是一种重要的大宗化工产品。作为有机化工原料，主要用于生产甲醛、甲基叔丁基醚（MTBE）、醋酸、甲酸甲酯、氯甲烷、甲胺、硫酸二甲酯、丙烯酸甲酯和二甲醚等有机化工产品。甲醇消费的新途径、新领域、世界各国都在竞相开发，从而促进了甲醇生产的迅速发展。特别是80年代以后，由于世界工业发达国家推行汽油59、“无铅化”的环境保护政策，使得以甲醇为原料的无铅汽油添加剂MTBE等得到了开发和大量的应用，成为仅次于甲醛的第二大甲醇用户，也使甲醇的产量和消费量都迅速增长。根据专家对未来汽车代用能源的预测，甲醇和液态氢将起到重要作用，因此，甲醇产业的发展前景还是比较乐观的。3.3.2.1.2 世界甲醇生产概括 据不完全统计，2000年世界甲醇总产能力已达到3803万ta，需求量3020万ta，装置开工率为794，产能分布大致为北美28、南美及拉美15、西欧11、东欧13、中东11、亚洲12、大洋洲7、非洲3。世界主要甲醇生产企业见下表：世界主要甲醇生产企业一览表生产国和公司生产能力(万t/a)生产国和公司生60、产能力(万t/a)美 国沙特阿拉伯Air Proiluctsand Chemicals/nc18.6Mitsubishi Gas Chemical Comapany Inc310.0Du Pont Company(杜邦公司)82.5德 国Easman Kodak Company(伊斯曼)16.5BASF Aktiengesellschaft(巴耶夫)21.0Iteechst Celanese Cprp49.5DEA Mineraloel AG40.0Lyondell Petrochemical Company (利安)69.5Leuna Werke AC (礼诺威凯公司)65.0Quantum61、 Chemical Corp18.0Rubr Oil Gmnh20.0Temeo Inc39.0意 大 利加 拿 大Ausiliari Industria (以前的RESEMSA)12.0Celanese Canada Inc.75.0荷 兰NOVA Corperation of Albata85.074.0Oeelot Industries Ltd50.0挪 威委内瑞拉Statoil 公司85.0Mitsubishi Gas Chemical Comapany Inc.73.0印度尼西亚智 利Kaltim66.0合恩角甲醇公司75卡 塔 尔Methanex190QAFAC (燃料添加剂公司)62、85.0特立尼达多巴哥赤道几内亚Methanol55AMPCO85.0Titan Methano85南 非伊 朗Sasol14.0NPC66近十几年来，世界范围内的甲醇生产能力发生了区域性调整。工业发达国家关闭了效率不高的装置，如：日本关闭了所有的甲醇装置；美国关闭了6套大型甲醇装置，生产能力320万t/年；新西兰关闭了2套，生产能力为97万t/年。而在拉美和中东等天然气资源丰富，价格低廉的地区预计至2010年，将新建总生产能力为1580万t/年的大型化甲醇装置，加之其它地区的新建装置，届时世界甲醇生产能力将达5280万t能力。3.3.2.1.3 世界甲醇需求现状及预测2000年世界甲醇需求总63、额为3020万t，主要消费市场是美国、西欧和日本。2003年全世界甲醇总需求为28.50Mt , 2005年将增至31.90 Mt。但也有资料预2005年产能将达42.9Mt/a,需求为34.8Mt；2010 年产能达50.99Mt/a,需求42.26Mt，中南美、中东及加拿大是主要出口地区，而美、西欧、日本则是主要进口地区。2005 年中东、中南美、东欧仍将是主要甲醇出口地区，而亚洲、西欧和北美则是甲醇需求最多的地区。各国中以美国需求6.679Mt最多，占全球总需求的21.0,日本需求2.313Mt ，占全球7.2且全部靠进口。若按地区分则亚洲对甲醇需求超过北美，占全球需求总量的30 近年来64、及今年世界甲醇的供需平衡现状及预测如下表所示：世界甲醇的供需平衡现状及预测（万t/年）项目1990年1995年1997年1998年2000年2005年2010年能力2150273831503326380342945099需求1790239026302742302038414226率(%)83878482798183从世界甲醇的消费结构现状和预测来看，今后甲醇的消费结构与现状基本相似；占居第一位仍为甲醛，约占35%36%；其次为MTBE 约占27%；再其次为醋酸，约占7%9%。世界甲醇需求量预测：世界最大甲醇生产厂商是Methanex公司，总部在美国，在加拿大、智利、新西兰、特立尼达与多巴哥以及65、美国均有生产装置，生产能力占全球总能力的21%。供应量占全球市场的40%50%。沙特阿拉伯的基础工业公司（SABIC）能力约占全球的9%，美国的波登（Borden）公司和BMC公司，俄罗斯的托木斯克（TOMCK）和古巴哈（）各占3%,加拿大的埃德蒙顿（Edmonton）公司占2%。国外有30国家建有甲醇生产厂基本上是从天然气制取甲醇，2000全球甲醇生产能力为38.03Mt/a,预计2005 年可达42.94Mt/a,2010 年进一步增长到50.99M t/a国外己投产的52 家日产能力1000t，合计年产能力达3630万吨。国外甲醇工业呈现三大特点：产能大于需求，装置向廉价原料基地转移；以66、及装置大型化。全球甲醇产能1985年为19 . 438Mt/a , 2001年达38 . 4llMt/a ，几乎翻了一番。但2001年需求仅29.835Mt，设备开工率仅77.7% 预计2005年和2010 年开工率可分别提高到81.1%和82.9%,但产能超过需求情况不会改变。从总体来讲，目前世界甲醇的供需基本平衡，但不同地区情况各异。根据目前的现状和今后的预测，加拿大、拉丁美洲、东欧、中东、非洲、大洋洲这些国家和地区生产的甲醇供大于求，是世界主要的出口国或地区；而美国、西欧、亚洲这些国家和地区生产的甲醇供不应求，主要依赖进口解决，是主要的进口国或地区。详见下表：世界甲醇净进口现状及预测（万67、t/a）国家和地区1990年1995年1997年1998年2000年2005年2010年美 国95133134164222286359加拿大-157-159-128-99-88-91-151拉丁美洲-53-160-281-310-408-460-628西 欧256294302261324411477东 欧-75-79-47-28-64-158-132中 东-157-150-93-141-294-463-697非 洲-61-61-63-54-61-53-54日 本154188206216244306394东 亚36128131147229305510大洋洲-38-134-162-156-105-68、84-77注：东亚不包括日本3.3.2.1.4 我国甲醇装置的生产现状 随着我国改革开放、经济建设的发展，十几年来甲醇工业发展迅速，能力和需求量分别从1980年的40万t和30万t增加到2001年的347万t和206.5万t。我国现有甲醇生产厂家近200家，其中生产规模5万t以上的不到20家，而国外近几年新建的甲醇生产装置规模一般都在60万t/年以上（最大生产规模为智利Methanex的甲醇生产装置，已达到92.5万t/年），并且多建在富产天然气的国家和地区（以廉价的天然气为原料，如中东）。国内的甲醇装置由于多以煤为原料，其生产装置规模小，甲醇生产成本高、污染严重、开工率低，无法与进口甲醇竞争69、，致使国内许多小装置，被迫停产。我国生产甲醇的企业有一百多家，主要生产企业如下：我国主要甲醇生产企业及生产能力（万t/a）企业名称规模，万吨/年1陕西榆林天然气化工有限责任公司252中国石化集团四川维尼纶厂253上海焦化有限公司224蓝天集团光山化工有限公司155山东华鲁恒升集团有限公司156大庆油田化工有限公司14.57内蒙古苏里格天然气化工股份有限148山东联盟化工集团有限责任公司149河南蓝天集团有限公司遂平化工厂1010山东兖矿鲁南化肥厂1011浙江巨化集团公司912黑龙江哈尔滨气化厂913陕西长庆油田公司914中石油青海油田格尔木炼油厂915湖南智成化工有限公司916河南煤气集团有限70、责任公司义马气817河南濮阳甲醇厂818湖北宜化集团有限责任公司819山西丰喜肥业（集团）股份有限公820中石油吐哈油田分公司6.521西南油气田分公司622山东宁津县永兴化工有限责任公司623安徽昊源化工集团有限公司624安徽临泉化工股份有限公司525河南安阳九天精细化工有限责任公526河北新化股份有限公司527其他小于5万吨/年的小厂115合计3963.3.2.1.5 国内甲醇需求概况2000年我国甲醇产量为198.69万吨，2001年首次突破200万吨达到206.48万吨，2003年增长到298.87万吨，“十五”前3年年均增长率高达14.6。目前我国有甲醇生产企业近百家。其中，200371、年产量在1万吨以上的企业有55家，在5万吨以上的企业有19家，超过10万吨的企业有7家。中国石化四川维尼纶厂2003年甲醇产量24.83万吨，比上年增长5.2，约占全国总产量的8.3，居全国之首。2004同比增长25.2。上海焦化有限公司2003年甲醇产量突破20万吨，达到21.82万吨，比上年增长16.6，约占全国总产量的7.3，居第二位。中油大庆油田甲醇厂2003年甲醇产量突破20万吨，达到21.31万吨，比上年增长15.9，居第三位。河南省煤气（集团）有限责任公司义马气化厂新建甲醇装置于2003年初投产，年产能力为10万吨。陕西榆林天然气化工有限责任公司10万吨年甲醇技改项目于2003年72、12月正式投产后，甲醇总年产能力增加到23万吨，目前规模已跃居全国第三位。2004年该公司甲醇产量达20万吨，比上年同期增长67.8。2001年国内甲醇需求总量为360万t，国内甲醇产量为206.5万t，开工率57.7%，进口量152.1万t，出口量0.95万t，表观消费量357.6万t。主要消费市场是长江中下游地区。其中，长江中下游地区的江苏、浙江、安徽、湖北、上海等省市占50%以上，中南、华南地区的湖南、广东、广西、福建等占1520%，西南地区占10%，其余地区占20%左右。 目前国内甲醇主要消费在甲醛、MTBE、农药、对苯二甲酯（DMT）、醋酸等行业，其主要消费结构是：甲醛占33%，MT73、BE占12%，聚乙烯醇占7%，甲胺占6%，DMT、甲基丙烯酸甲酯占20%，农药占10%，其他行业占12%。从消费结构上看，MTBE所占的比例与国际相比差距较大（近几年世界平均为26%28%），为满足环保的要求，今后我国高辛烷值汽油的添加剂MTBE的需要量将会有较大的增长，因而对甲醇的需求量也将会大量增加，预计到2005年底MTBE在甲醇的消费结构中所占比例将上升到21%。世界平均所占比例将下降到24%。 未来甲醇市场有着良好的发展机遇，主要表面在以下几个方面： a）由于世界天然气和石油价格的飞涨，国外大型甲醇装置迫于经济压力，全面停产或拆建，由此减轻了对国内甲醇市场的强烈冲击，使国内甲醇市场得74、以全面复苏，甲醇的需求及价格开始恢复正常的市场规律。 b）目前石油化工技术发展迅速，以甲醇为原料制乙烯，以甲醇为原料制合成汽油等两项工业化装置已经开始付诸实施，与以石油为原料制乙烯精馏塔、炼油装置相比，装置投资和操作费用已基本接近，由此突破了甲醇的传统用途，进一步扩大了甲醇的应用领域。另外随着国际市场上石油价格的大幅度攀升及国际和国内保护环境的呼声日益高涨，甲醇作为清洁燃料，替代汽油和柴油的时代即将到来，汽油掺烧甲醇技术也已进入实质性应用阶段，甲醇作为替代能源的应用前景将非常看好。 c）以甲醇为原料通过羰基合成制醋酸工艺技术的成功工业化，为甲醇下游产品的发展开拓了极为广阔的前景。 d）国内外建75、筑行业的迅速发展，增加了对甲醛产品的需求，进而扩大了甲醇市场。 1）汽油掺烧甲醇（M3M5） 汽油掺烧甲醇在国际国内已有成熟的应用技术，在我国四川省等部分地区已有较长期的甲醇和汽油掺烧应用实践。“七五”期间，原国家科委在山西省曾组织较大规模的甲醇汽油掺烧试验示范。试验和应用实践表明，低比例掺烧甲醇（35%）和纯汽油燃料相比，发动机未做任何变动而工况和性能不受任何影响，冷起动性、加速性能及燃料消耗和纯汽油燃料基本相当。在低比例掺烧甲醇时，甲醇对汽油的替代比可达到l:1，汽车尾气排放效果得到一定程度的改善。 1525%甲醇和汽油掺烧后，应对发动机系统适当予以调整。 因此，低比例甲醇和汽油掺烧技术是76、最具适用性的甲醇能源利用形式，它的推广使用范围可扩至全国。 2）甲醇燃料（M85以上） M85燃料的推广可在汽车环保要求较高的大中城市出租行业及公交车辆、客运车辆上先期进行。 通过国家甲醇汽车示范工程，国内自行开发的495M85多点电喷发动机技术已基本成熟，除配置于示范车队甲醇中巴客车（车长6米19座）以外，近期还配置在牡丹中巴客车（车长7米27座）和京华中巴客车（车长8米35座）上使用（目前国内中短距离10150公里公路客运均以上述车型为主）。以单车日行驶250300公里计，单车年耗甲醇约2025t。以国内每县拥有中巴客车300台计，有一半左右的中巴客车（约150台）采用甲醇燃料，每县即可形77、成30003750t的使用量，直接替代汽油约1700t，以此类推，市场潜力极大。 我国目前每年的汽车燃油消耗为3200万t，如果有70%汽车改为M3M5甲醇燃料汽车，即有67.2112万t汽油需要用甲醇替代，以汽油与甲醇的能力转换因子为1.64计算，这就意味着110.2183.7万t的甲醇市场。如果这些汽车改为M85M90甲醇燃料汽车，相应开拓的甲醇市场则为19042016万t，这相当于20个100万t/年甲醇装置。 3）甲醇裂解 目前甲醇裂解在汽车上的应用有两种形式，一是利用催化剂裂解，一是等离子体裂解。甲醇裂解后成H2+CO气体直接进入气缸燃烧，燃烧特征是燃烧温度低和贫氧下充分燃烧，因此，78、可达到较好的环保效果，油耗有不同程度的降低。 以催化剂裂解形式的甲醇汽车已在云南和北京的两个科技企业研制出来并有实际应用，由于汽车改装工作量较大及相关技术需进一步完善，推广应用尚存在一定距离。 中科院山西煤化所近期开发的等离子体甲醇裂解技术，利用安装在发动机进气口前的燃油重整器，迅速反应生成CO+H2进入气缸燃烧。该技术对原发动机的改动极小，正在进行的台架试验效果很好。中科院山西煤化所和山西佳新能源化工实业有限公司联合改装昌河牌微型车和492型化油器甲醇车已于2000年底投入运行。 等离子体甲醇裂解技术在汽车上的应用将使甲醇汽车技术简单化，更加易于社会化。 4）甲醇燃料的间接应用二甲醚燃料 二79、甲醚（DME），是甲醇脱水产物，无色气体，具有轻微醚香，具有惰性，无致癌性，几乎无毒在空气中长期暴露不会形成过氧化物，十六烷值高于柴油。 柴油机的热效率比汽油机高，国外柴油机用于轿车动力的数量日渐增多，但是柴油机的排放污染较难解决。二甲醚替代柴油后可减少氮氧化物和颗粒物质黑烟的排放。已取得的研究结果表明，其氮氧化物排放仅为柴油的25%，可实观无烟燃烧，噪音有较大幅度降低。现有柴油机稍加改装就可使用二甲醚燃料，二甲醚含量不必要求过高，一般9598%的二甲醚含量即可。日本NKK公司已有6台二甲醚示范柴油车辆运行，国内上海内燃机研究所、西安交通大学在二甲醚代用柴油方面已取得较大进展；山西佳新能源化工80、实业有限公司与专业院校已合作完成台架试验，并进行车辆道路运行试验。 二甲醚被认为是最有应用前景的柴油机替代燃料，它可以首先在城市公交车车辆、城市内使用的轻型车及载重车或城市出租车上使用。 5）甲醇燃料的间接应用MTBE的应用 MTBE（甲基叔丁基醚）是甲醇和异丁烯的合成产品，主要是代替四已基铅作抗爆剂。MTBE无毒，与汽油的混溶性好，成分含氧，辛烷值高，作为汽油辛烷值提高剂易于被接受。随着环保对汽油无铅化的要求，以甲醇为原料制造汽油添加剂MTBE的需求量将会有所增加。同时，MTBE还作为中比例甲醇和汽油混合掺烧防止燃料分层的助溶剂来使用。 6）甲醇的未来前途燃料电池 燃料电池（CF）是燃料通过81、电化学作用，直接变成电能的电化学连续反应装置，可用于驱动电动汽车和发电。由于贮氢技术难度大，甲醇是使用方便的氢载体能源。燃料电池在现代汽车上应用，最理想的是采用甲醇燃料电池。德国戴姆勒奔弛汽车公司和美国福特汽车公司，已生产出甲醇燃料电池汽车样车，并宣称在2004年将实现商品化。2000年6月北京国标汽车展览会上，日本丰田和本田二公司均展出甲醇燃料电池汽车样车。在实际应用中，燃料电池的能量转换效率很高，远远高于内燃机；对环境的污染极低。随着燃料电池汽车技术的日益完善，汽车制造的核心技术必将从发动机转向燃料电池。可以预见，21世纪燃料电池汽车有望成为未来汽车的发展模式，甲醇燃料有望成为燃料电池汽车82、的主要燃料之一。 通过上述甲醇燃料能源利用的多种形式分析，未来甲醇燃料作为洁净能源产品有着广阔的应用前景。 2001年我国甲醇的需求量为357.6万t，根据对甲醇下游相关行业需求的预测及保守汽车甲醇燃料（M3M5）预测，2005年以后我国甲醇的需求量将超过500万t。根据甲醇的供需预测，考虑到此期间还将有占总产量50%的小甲醇装置被淘汰，届时我国甲醇将约有350万t/年的缺口。3.3.2.2 目标市场及价格预测3.3.2.2.1 目标市场 2005年以后我国甲醇的需求量将超过500万t，供需缺口达350万t，就目前国内甲醇生产状况而言，缺口全部将由进口解决。 国内目前甲醇来源组成见下表：来源规83、 模万t/a总生产能力万t/a占总生产能力的比例%实际产量万t/a市场份额%开工率%国产5175.551.06920.939.35963.518.547.514.574.81010530.581.824.9进口13139.8 西北、华北、东北地区目前甲醇需求量约65万t，随着国家西部大开发及振兴东北的战略转移，建材、装饰行业的崛起以及甲醇下游产品的发展，上述地区甲醇用量的增速会高于全国。由于国内产量增速较快，近两年甲醇进口量有所减少。据海关统计，2002年我国进口甲醇179.96万吨，为历史进口量最高水平，比上年增长18.3，进口量约占当年国内消费量的43.5；2003年进口甲醇140.16万84、吨，比上年减少22.1，进口量约占当年国内消费量的32.3；2004年进口甲醇约118万吨，比上年同期减少5.2。我国甲醇大部分用作化工原料。化学工业甲醇消费量约占其总消费量的80。甲醛领域消耗甲醇最多。近年来，随着国民经济和化学工业快速发展，我国甲醛产量增速较快。2003年我国规模以上企业甲醛产量（36.5）突破300万吨，达到308.96万吨，比2000年增长45.2，“十五”前3年年均增长率高达13.2。预测近期内甲醛对甲醇的需求量可能以每年10的速度继续增长，2005年需要甲醇400万吨。醋酸也是甲醇的重要衍生物。2003年我国冰醋酸产量（规模以上企业）增长到94.68万吨，比200085、年增长9.4，“十五”前3年年均增长率为3.1；2004年产量达到102万吨，比上年同期增长13.9。预测近期内醋酸对甲醇的需求量将继续增长，2005年需要甲醇70万吨。农药方面，2003年我国化学农药产量为86.30万吨，比2002年增长1.2。预计近期农药工业对甲醇的需求量可能以每年1的速度增长，2005年需要甲醇约20万吨。再加上其他化工产品对甲醇的需求，预计2005年我国化学工业对甲醇的需求量约520万吨。3.3.2.2.2 价格预测 a）国际国内甲醇市场回顾及现状分析国际及国内市场价格与石油及天然气价格密切相关，因而市场价格波动幅度大。19941995年期间由于国际市场供不应求，最高86、价曾超过500/t , 19981999 年间又因产能过剩造成供过于求，价格下跌到100/t左右。2000年末由于国际油价上涨，甲醇价格回升到190210/t，但好景不长，2001 年初由200210t逐月下滑，到年末已跌破100t大关，然后触底反弹，在2002年又一路攀升，从年初的$ 100/t 逐步升到年末的200t,2003年继续涨到300/t , 5 月份降到250/t后在高位窄幅整理，直到2004年仍维持在250270 t。目前东南亚地区甲醇到岸价格250-255美圆/吨；韩国甲醇到岸价格260-270美圆/吨； 台湾甲醇到岸价格在235-245美圆/吨； 西亚地区甲醇到岸价格25587、-260美元/吨；中国甲醇到岸价235-245美圆/吨。欧美国市场因供应紧张，价格继续上涨，美国海湾现货离岸价为84.5-85.5美分/加仑（折合276-283美元/吨）。西北欧甲醇鹿特丹离岸价在235-245美元/吨。考虑目前甲醇装置包括焦炉煤气制取甲醇装置的大量建设，以及世界范围市场需求量的供需关系，甲醇价格在160200美元之间是比较合理的。 国内市场甲醇需求量近几年增长很快，但生产厂家在生产规模和技术水平上未能跟上发展形势，每年从国外进口大量甲醇，因而随着国际市场甲醇价格的波动，国内价格波动也很大。1995年曾上涨到3000元/t，1997年以后价格逐年走低，1999年最低曾达125088、元/t，2000年随着国外石油价格大幅飙升，甲醇价格也随之提高，普遍达到2000元/t左右。目前的价位一直在20002500元/t之间徘徊。可见，国内甲醇价格趋势与国际甲醇基本一致。预计国内市场甲醇价格长期合理价格为1800元/t左右。 b）国际甲醇价格波动的主要因素及展望 甲醇作为一个大宗有机化工基本原料，1994年消费量2148万t，1997年2600万t，其增长速度平均为5%。装置普及各大洲，开工率仅79%，在这种供求局面下，价格出现大幅振荡的原因主要是与世界经济形势即国际经济的萧条和复苏相关。大型甲醇装置的检修、事故也会引起短期内供求形势紧张，出现价格波动。此外天然气的价格也会影响甲醇89、价格变化，如果各种因素发生叠加，就会使甲醇价格大幅上涨。 目前世界甲醇装置的总生产能力约3500万t/a将新增装置（中东）276万t，开工率为85%左右。总体仍然处于平衡。但存在许多不稳定因素，将会带来新的波动。 1）油价居高不下已引起一些地区天然气价格上升，如美国，将影响甲醇价格上浮。 2）由于竞争因素，超大型300万t/a装置将出现，某些国家小甲醇装置打算关闭，在相互衔接中可能出现供求紧张或过剩。 3）下游产品中，甲醇、醋酸、酯类的需求每年会按3%5%增长，而MTBE产量存在不稳定因素、二甲醚增长趋势加快，这些变化会改变供求关系。 综上所述，分析国际国内甲醇价格走势，结合我国能源国情、甲醇90、国内市场分布及拟建装置的目标市场，本项目甲醇产品售价定为1750元/t。3.3.3 化工产品市场预测本项目的化工产品有焦油、粗苯、硫铵及硫磺等。焦油是制取工业萘、精萘、苯酚、甲酚、二甲酚、蒽、菲、咔唑、中性油类和针状焦、沥青焦的原料，是生产塑料、橡胶和合成纤维的基本原料，也是生产医药、农药、染料、涂料、香料、助剂、感光材料和粘合剂等精细化工产品的原料。其中有些如萘、蒽、喹啉、吡啶和茚等，是目前石油化工中不易得到，而主要靠焦油中提取的产品。占焦油成分一半左右的是沥青，而煤沥青是生产沥青漆、防水膏、筑路油，也可通过延迟焦化等工艺生产沥青焦、针状焦等碳素材料的原料。本项目建成后可考虑建设焦油加工设施91、，使本工程的产品焦油经过深加工后生产高附加值的各种化工产品。粗苯、硫磺均是重要的化工原料。目前国内市场供不应求。硫铵作为化肥，是重要的农业生产资料。本项目所产的硫铵可在华东地区销售。4. 厂址及建厂条件4.1 厂址概况本项目厂址位于安徽省XXX市xx县xx镇境内，西与河南省接壤，东临宿州市，有京沪铁路、濉阜铁路及通往宿州、XXX市、蒙城县的公路，另外矿区有矿业集团的专用线，厂址地势平坦，铁路专用线紧靠本工程厂址，铁路专用线与国铁接轨。公路、铁路运输十分便利。XXX煤焦化综合利用二期工程220万吨/a焦化工程的厂址由建设单位确定在XXX临涣小湖集工业区。厂址东面是拟建的发电厂区，南侧为一期工程场92、地，西靠预留焦油加工用地，北面为规划道路。该厂址自然地面标高在28.0 m29.0 m之间。工程用地范围内大部分为荒地及可拆除建、构筑物。厂址所在地地震基本烈度为6度，设计地震加速度值为0.05g。4.2 厂址的自然条件项目场址位于安徽省XXX市xx县xx镇境内，属季风暖温带半湿润气候，四季分明，冬冷夏热。该地区常年主导风向：冬季：东北风；夏季：西南风；全年：东北风。平均风速3m/s，最大风速18m/s。平均气温14.4，最高气温41.0，最低气温-23.2。多年平均降水量为862.4mm，且多集中在7、8月份，全年无霜期为208220天。4.3 建厂外部条件4.3.1 交通4.3.1.1 铁93、路及公路xx县境内有濉阜铁路(国铁)和矿区自备铁路青(瞳)芦（岭）支线铁路，交通十分方便。公路与通往宿州、XXX市、蒙城县的公路相连。一期工程的铁路和公路已经建设，二期工程的外部运输条件有保证。4.3.2 供水一期工程已经规划了二期工程用水量，能满足本工程用水量的要求。4.3.3 供电本工程大部分负荷属于一、二级负荷，因此受电电源应为两回路独立电源。一期工程已经从海孜110kV区域变电站引来两路电源，二期工程从一期工程的110kV变电所引两路10kV电源没路皆能承担本工程100%的负荷。4.3.4 蒸汽供应各种参数的蒸汽由电厂供应。4.3.5 压缩空气供应各种压缩空气均由本工程新建的各压缩空气94、站供应。4.3.6 氮气供应甲醇装置正常生产时，由甲醇装置供应氮气。为满足在甲醇生产线检修期间，化工电捕焦油器用氮气的需要，本工程新建氮气站一座。5. 工艺流程与设备选择本项目的生产车间包括备煤车间、炼焦车间、煤气净化车间及甲醇生产装置，所生产的焦炉煤气除供焦炉加热和煤气净化等自用以外，剩余煤气全部用于生产甲醇；生产的优质焦炭可出口创汇，也可在国内销售。5.1 备煤车间5.1.1 概述备煤车间的任务是将外来炼焦煤进行贮存、加工成符合焦炉生产要求的装炉煤。本车间是为455孔JN60型焦炉制备装炉煤，日处理炼焦煤料约8800t（含水份10%），年处理煤量321.2万t(含水份10%)。本车间所用洗95、精由一期工程的受煤系统送至煤场。5.1.2 工艺流程车间采用先配煤后粉碎工艺流程。该流程具有工艺过程简单、设备较少、布置紧凑、操作方便的优点。另外，考虑到本厂所用原料煤气煤多的特点，粉碎采用分组粉碎流程。整个车间由贮煤场、配煤室、粉碎机室、煤塔顶层以及相应的带式输送机通廊（封闭式）和转运站组成。5.1.3 工艺设施及主要设备5.1.3.1 贮煤场在一期贮煤场的预留位置上增加一条堆取料系统，贮量增加6.8万吨，达到约20万吨，相当于855孔JN60型焦炉（一、二期工程）11昼夜的用煤量。贮煤场增加1台DQL800/1000-30堆取料机进行堆取作业。堆取料机的堆煤能力为1000t/h，取煤能力为96、800t/h。经带式输送机将炼焦用煤送入配煤室。5.1.3.2 配煤室配煤室是把各种牌号的炼焦用煤，根据配煤试验确定的配比进行配合，使配合后的煤料能够炼制出符合质量要求的焦炭。从贮煤场运来的单种煤，经配煤槽顶部的可逆配仓带式输送机分别布入16个F 8m的双曲线斗嘴配煤槽中。配煤槽为双排布置每排8个，各单种煤按煤质分为两组分别贮存，每个槽的贮量为550t，总贮量为8800t，可供455孔JN60型焦炉约1昼夜的用煤量。配煤槽下部设置自动配煤装置，分组配合后的炼焦用煤，经带式输送机运至粉碎机室。5.1.3.3 粉碎机室粉碎机室是将分组配合后的煤料，根据煤质的不同，分别进行粉碎处理，使其细度(粒度397、mm的煤)达到合理分配，从而保证装炉煤的粒度均匀，满足炼焦生产要求。由配煤室运来的配合煤，先经除铁装置将煤料中的铁件吸净后，再进入PFCK1618型可逆锤式粉碎机进行粉碎。粉碎机共3台，其中2台生产，1台备用，单台生产能力为300t/h。在粉碎机室低层设有检验粉碎细度的设施，按制度进行采样检验，根据检验结果及时更换锤头保证装炉煤的细度达到规定要求。粉碎机室顶层上还设有机械除尘装置使粉碎机室内的含尘量达到卫生要求。粉碎后的煤料，混合后经带式输送机送入煤塔顶层。5.1.3.4 煤塔顶层由粉碎机室来的装炉煤送至煤塔顶层后，经布料机布入煤塔中。采用布料机布料，能够降低楼层高度，提高煤塔的装满系数。5.98、1.4 其他进入贮煤场的带式输送机上和进入配煤槽的带式输送机上各设置一台计量秤，计量贮煤场进煤和配煤槽的进煤情况。带式输送机：配煤前B=1400mm，Q=1000t/h，V=2.0m/s配煤室至粉碎机室（B120BCB125BC）：B=1000mm，Q=350t/h，V=1.6m/s；粉碎机室至煤塔顶（B125BCB131BC）：B=1200mm，Q=600t/h，V=2.0m/s； 备煤车间采用三班制操作，工艺生产过程采用PLC自动控制。5.2 炼焦车间5.2.1 概述XXX煤焦化综合利用二期工程新建5#、6#、7#、8#焦炉，年产干全焦220万t，采用JN60型 455 孔焦炉，单烧焦炉煤99、气、单集气管、双吸气管，干法熄焦、湿法熄焦备用。焦炉的装煤及出焦除尘均采用除尘地面站。5.2.2 炼焦基本工艺参数炭化室孔数455 孔炭化室有效容积38.5 m3/孔每孔炭化室装煤量(干)28.5 t焦炉周转时间19 h焦炉年工作日数365 d焦炉紧张操作系数1.07装炉煤水分10煤气产率310 m3/t干煤成焦率76焦炉加热用焦炉煤气低发热值17900kJ/m35.2.3 炼焦工艺流程 由备煤车间送来的配合煤装入煤塔。装煤车按作业计划从煤塔取煤，经计量后装入炭化室内，煤料在炭化室内经过一个结焦周期的高温干馏炼制成焦炭和荒煤气。在装煤的同时，地面站集尘系统把从装煤孔逸出的烟气抽出，经集尘干管导100、至地面站，除尘净化后排入大气。炭化室内的焦炭成熟后，用推焦机推出，经拦焦机导入焦罐内，并由电机车牵引至干熄站进行熄焦，熄焦后的焦炭送往筛贮焦工段，经筛分按级别贮存待运。（当采用备用的湿法熄焦时，炭化室成熟的焦炭经拦焦机导入熄焦车内，并由电机车牵引熄焦车至熄焦塔内进行喷水熄焦。熄焦后的焦炭卸至晾焦台上，晾置一定时间后送往筛贮焦工段，经筛分按级别贮存待运）。焦炉出焦时产生的烟尘，由拦焦机集尘罩将其收集，并通过集尘干管导至地面站，经除尘净化后排入大气。煤在炭化室干馏过程中产生的荒煤气汇集到炭化室顶部空间，经过上升管，桥管进入集气管。约800左右的荒煤气在桥管内经氨水喷洒冷却至85左右，荒煤气中的焦油101、等同时被冷凝下来。煤气和冷凝下来的焦油同氨水一起经吸煤气管道送入煤气净化车间。焦炉加热用的焦炉煤气，由外部管道架空引入。焦炉煤气经预热后送到焦炉地下室。通过下喷管把煤气送入燃烧室立火道底部与经废气交换开闭器进入的空气汇合燃烧。燃烧后的废气通过立火道顶部跨越孔进入下降气流的立火道，再经过蓄热室，由格子砖把废气的部分显热回收后，经过小烟道、废气交换开闭器、分烟道、总烟道、烟囱,排入大气。 上升气流的煤气和空气与下降气流的废气由交换传动装置定时进行换向。5.2.4 炼焦车间布置新建5#、6#、7#、8#JN60型焦炉布置在同一条中心线上。5#、6#焦炉组成一个炉组，中间设一座三跨双曲线斗槽的煤塔。7102、#、8#焦炉组成一个炉组，中间设一座三跨双曲线斗槽的煤塔。煤塔与焦炉之间设炉间台，5#、8#焦炉的端部设炉端台,6#、7#焦炉之间设大间台，焦炉两侧设机焦侧操作台。在5#、6#焦炉的端部机侧以及6#、7#焦炉大间台机侧，分别布置一座高95的烟囱。在5#焦炉炉端台外设一套湿法熄焦系统及迁车台，在8#焦炉炉端台外设一套湿法熄焦系统，在大间台焦侧布置2套140t/h干熄焦装置。煤塔下部各层分别设有电子秤操作室、配电室、值班室、交换机室及仪表室。炉间台主要布置余煤单斗提升机和加热煤气引入管。炉端台顶层设工人休息室，中层设炉门修理站和推焦杆平煤杆更换站（含推焦杆试验站），下层设仓库、工具间及泥浆搅拌机室103、，5#、8#炉端台外侧分别设有10t电动葫芦。焦侧头尾焦是由拦焦机收集在尾焦斗内，然后卸到熄焦车箱。机侧头尾焦是由推焦机收集在尾焦斗内，并卸到机侧尾焦箱中外运。5.2.5 焦炉炉体JN60型焦炉的结构为双联火道、废气循环、焦炉煤气下喷的焦炉。它是在总结国内十多座6m焦炉多年生产经验的基础上，运用国内外的新技术、新材质、新经验设计的改进型焦炉。此焦炉具有结构严密、合理、加热均匀、热工效率高的特点。 焦炉用砖量表序 号名 称单 位数 量1 硅砖t10242.72 粘土砖t2184.13 粘土格子砖t2066.24 高铝砖t45.45 缸砖t178.16 红砖t39.97 烟道衬粘土砖t 1119.104、18 炉门衬经堇青石砖t 169.19 高强隔热砖t 239.910 珍珠岩砖t 66.611 漂珠砖t 437.1 注:此砖量为一座155孔JN60型焦炉用砖量5.2.6 焦炉机械5.2.6.1 焦炉机械配置如下表焦炉机械配置表序号名称数 量 (台)操 作备 用1 装煤车212 推焦机213 拦焦机214 电机车215 熄焦车206 液压交换机405.2.6.2 焦炉机械的主要性能及特点焦炉机械是在总结国内焦炉机械操作经验的基础上，吸取了国外焦炉机械的先进技术，以提高机械效率、降低劳动强度和改善操作环境为出发点，以先进、安全、实用为原则进行设计和制造的。全套焦炉机械是按5-2推焦串序进行操作105、,采用单元程序控制,并带有手控装置，各司机室设有载波电话，提高设备运行的安全性和可靠性。5.2.7 工艺装备5.2.7.1 集气系统集气系统包括上升管、桥管及阀体、集气管、低压氨水喷洒装置、高压氨水喷洒抽吸装置以及相应的操作台等。设计采用单集气管及双吸气管形式，并设集气管自动点火放散装置。5.2.7.2 护炉铁件护炉铁件包括炉柱、纵横拉条、弹簧、保护板、炉门及炉门框等。5.2.7.3 加热交换系统焦炉采用焦炉煤气加热。焦炉加热用的煤气、空气和燃烧后的废气在加热系统内的流向由液压交换机驱动交换传动装置来控制，每隔2030min换向一次。5.2.7.4 熄焦系统设计采用湿法熄焦系统作为备用系统。湿106、法熄焦系统包括熄焦泵房、熄焦塔、熄焦水喷洒管、除尘用捕集装置、粉焦沉淀池、清水池、粉焦脱水台和电动单轨抓斗起重机等。5.2.7.5 焦炉除尘设施本工程对焦炉生产过程中阵发性排放烟尘和连续性排放烟尘均采取了有效的治理措施。5.2.7.6 辅助设施在炉端台的中层设有炉门修理站，推焦杆和平煤杆更换站，在炉间台设余煤单斗提升机，在炉端台外侧设有10t电动葫芦，这些设施既方便了生产操作，又减轻了工人的劳动强度。5.3 干熄焦系统5.3.1 概述XXX煤焦化综合利用一期工程采用JN60型455孔焦炉，年产焦炭216.4万t，小时焦炭产量246.8t。2套干熄焦装置，每套干熄焦处理能力为140t/h.为回收107、红焦的显热，降低能耗，减少污染，提高焦炭质量，XXX矿业有限责任公司决定采用干法熄焦，湿法熄焦作为备用。5.3.2 干熄焦装置主要工艺参数a)焦炉基本工艺参数焦炉配置455孔JN60型焦炉焦炉周转时间19h每孔炭化室干全焦产量21.66t小时焦炭产量247t焦炉年产量2164198tb)干熄焦装置基本工艺参数干熄站配置2140t/h干熄炉型号JNG90-2允许焦炉的检修制度2次/d，1.5h/次每孔炭化室操作时间约9.07min入干熄炉焦炭温度9501050干熄后焦炭温度约205左右焦炭烧损率0.95%入干熄炉的吨焦气料比约1240m3/t焦循环气体最大流量200000m3/h循环风机全压11108、.5kPa进干熄炉循环气体温度130出干熄炉循环气体温度900980干熄炉操作制度24h连续，340d/a干熄炉年修时间25d/ac)干熄焦装置提升机的操作周期6m焦炉的周转时间为19h，255孔6m焦炉配套1座处理能力为140t/h干熄焦装置，则255孔6m焦炉每天出炉数为139炉。由干熄炉预存室的有效容积所决定的允许最大中断供焦时间为1.5h，确定焦炉的检修制度为每天2次，每次1.5h，则焦炉每天的操作时间为21h。按此计算，每孔炭化室的操作时间约9.07min。考虑到焦炉可能因缩短结焦时间而紧张操作，以及提升机在待机点需有一定的停留等待时间，确定提升机的一个操作周期为8min。5.3.3109、 干熄焦工艺流程装满红焦的焦罐车由电机车牵引至提升井架底部。提升机将焦罐提升并送至干熄炉炉顶，通过带布料器的装入装置将焦炭装入干熄炉内。在干熄炉中焦炭与惰性气体直接进行热交换，焦炭被冷却至205左右，经排焦装置卸到带式输送机上，然后送往焦处理系统。循环风机将冷却焦炭的惰性气体从干熄炉底部的供气装置鼓入干熄炉内，与红热焦炭逆流换热。自干熄炉排出的热循环气体的温度约为900980，经一次除尘器除尘后进入干熄焦余热锅炉换热，温度降至160180。由锅炉出来的冷循环气体经二次除尘器除尘后，由循环风机加压，再经热管换热器冷却至130后进入干熄炉循环使用。一二次除尘器分离出的焦粉，由专门的输送设备将其收集110、在贮槽内，以备外运。干熄焦装置的装料、排料、预存室放散及风机后放散等处的烟尘均进入干熄焦地面站除尘系统，进行除尘后放散。5.3.4 干熄焦装置的布置干熄焦装置布置在6、7号焦炉之间的大间台焦侧，干熄炉锅炉中心线垂直于焦炉中心线。干熄焦装置的提升井架横跨在熄焦车轨道上方，提升机直接提升焦罐。为方便提升机及装入装置中部分设备的维护检修，在提升机上设置一台检修吊车；为方便排焦装置中各设备的维护与检修，设有必要的检修平台。为方便巡检及检修人员的操作，在干熄炉构架的一侧设置了电梯及人行走梯。5.3.5 主要工艺设备的功能及规格为确保干熄焦装置长期安全稳定的运行以及技术上的先进性，干熄焦装置中部分关键设备111、如循环风机装入装置用电动缸排焦装置用振动给料器及格式密封阀等从国外引进；其它国产化设备中的关键部件如：电机车中的制动器及变频调速系统，提升机中的钢丝绳轴承正常提升电机电气低压元件调速装置PLC装置及检测系统等也拟由制造厂自国外引进。5.3.5.1 红焦输送系统红焦输送系统将炭化室中推出的红热焦炭运送至干熄炉炉顶，并与装入装置相配合，将焦炭装入干熄炉内。主要设备包括电机车焦罐车（运载车及圆形焦罐）对位装置及提升机等。电机车与焦罐车采用定点接焦的方式接焦。为缩短电机车的操作周期，一台电机车拖带二台焦罐车。当干熄焦装置年修或出现事故时，电机车牵引和操纵备用的湿法焦车，去熄焦塔湿法熄焦。5.3.5.2112、 干熄炉及供气装置5.3.5.2.1 干熄炉干熄炉为圆形截面的竖式槽体，外壳用钢板制做，内衬耐磨粘土砖及断热砖等。在干熄炉内，从顶部装入的红热焦炭与从底部鼓入的冷循环气体逆向换热，将焦炭温度从100050降至205左右。干熄炉上部为预存室，中间是斜道区，下部为冷却室。设置在预存室外的环形气道通过各斜道与冷却室相通，环形气道的出口与一次除尘器的进口相连。预存室设有料位检测装置，还设有压力测量装置及放散装置；环形气道设有空气导入装置；冷却室设有温度、压力测量及人孔、烘炉孔等。5.3.5.2.2 供气装置安装在干熄炉底部的供气装置，将冷循环气体均匀地供入冷却室内，并可使炉内焦炭均匀下落。它主要由锥体113、风帽、气道和周边风环组成。5.3.5.2.3 装入装置装入装置安装在干熄炉炉顶的操作平台上，主要由炉盖台车和带布料器的装入料斗台车组成，两个台车连在一起，由一台电动缸驱动。装焦时能自动打开干熄炉水封盖，同时移动带布料器的装入溜槽至干熄炉口，配合提升机将红焦装入干熄炉内，装完焦后复位。在装入溜槽的底口设置了一个布料器，以解决干熄炉内焦炭的偏析问题。装入装置上设有集尘管，装焦时无粉尘外逸。5.3.5.2.4 排焦装置排焦装置位于干熄炉的底部，将干熄炉下部已冷却的焦炭连续密闭地排出。它是由平板闸门电磁振动给料器格式密封阀和排焦溜槽等设备组成。冷却后的焦炭由电磁振动给料器定量排出，送入格式密封阀，通114、过格式密封阀的旋转在封住干熄炉内循环气体不向炉外泄漏的情况下，把焦炭连续地排出。连续定量排出的焦炭通过排焦溜槽送到带式输送机上输出。5.3.5.2.5 气体循环系统气体循环系统布置在干熄炉中部环形气道出口（即热循环气体出口）与干熄炉下部供气装置入口（即冷循环气体气体入口）之间。从干熄炉环形气道排出的900980循环气体经一次除尘器重力沉降除去粗粒焦粉或焦块后，进入余热锅炉换热，温度降至160180。由余热锅炉出来的冷循环气体，经二次除尘器除去粒度更小的粉尘后，由循环风机送入干熄炉内循环使用。在循环风机与干熄炉供气装置间设置热管换热器，由锅炉的低温给水将进入干熄炉的循环气体降至130左右。为保证115、干熄焦装置生产操作的安全性，采用补充空气的方法，将循环气体中的可燃组份完全燃烧以保证系统的安全并可提高蒸汽产率。因不断地向系统内补充空气，使得循环气量不断增加，通过循环风机后的自动放散装置可将多余气体放散。在干熄炉与一次除尘器之间以及一次除尘器与干熄焦余热锅炉之间设有高温补偿器，并内衬耐火材料；在余热锅炉后的循环气体管路的直管段上也设有多个低温补偿器和防爆装置。风机前的循环气体管路上设有温度、压力、流量测量及补充氮气装置；风机后的循环气体管路上也设有压力测量及补充氮气装置，还设有循环气体成分的自动分析仪。在干熄炉入口的循环气体管路上还设有带涡轮减速机的手动翻板以调节供气装置中周边风环和中央风帽116、的送风比例。气体循环系统的主要设备有一次除尘器、二次除尘器、循环风机及热管换热器等。5.3.5.3 干熄炉除尘措施本工程对熄焦过程中阵发性排放烟尘和连续性排放烟尘均采取了有效的治理措施。5.3.6 干熄焦工程引进设备序号名称、规格单位数量备注炼 焦1循环风机（含电机、液力耦合器、入口挡板及振动监测系统）台22排焦装置用振动给料器(含中间溜槽、支撑小车及上、下补偿器)）套2格式密封阀（含传动设备、托架、挠性软管及自动给脂装置）3装入用电动缸（含变频调速系统）台24电机车中的制动器检测元件和变频调速装置套设备制造厂采用国外产品5提升机中的钢丝绳轴承提升电机调速装置套设备制造厂采用国外产品热 力1减117、温器台22干熄焦锅炉强制循环水泵台4附电动机 U=380V台4仪 表1循环气体成分分析系统套22射线料位计套23静电容式料位计（预存室）台24静电容式料位计（二次除尘器）台45辐射高温计套26高温高压调节阀（4台）套25.4 焦处理工段5.4.1 概述焦处理工段的任务是将熄焦后的焦炭进行充分冷却，并按要求筛分成不同粒级贮存，等待外运。炼焦车间设置二套干熄焦装置及二套湿法熄焦系统，5#和6#焦炉用一套干熄焦装置及一套湿法熄焦系统，7#和8#焦炉用另一套干熄焦装置和另一套湿法熄焦系统，正常状态下采用干熄焦装置熄焦，湿熄焦系统做为备用。配合湿熄焦系统，焦处理工段设有二座焦台。焦处理工段的运焦和筛分处118、理设备按455孔JN60型焦炉生产能力配套设计。焦炭送一期工程统一建设的筛贮焦楼，将分为10mm、1025mm、2540mm和40mm四级。本工段由焦台、炉前焦库、贮焦场（一期工程预留，二期扩建）以及相应的带式输送机通廊和各转运站等设施组成。5.4.2 设施及主要设备5.4.2.1 焦台焦台的作用是将湿熄焦后的混合焦冷却、沥水、蒸发水分，并对剩余红焦补充熄焦。焦台长84m，倾角28，晾焦时间0.5h。采用刮板放焦机实现远距离操纵机械化放焦。刮板放焦机可把从焦台上滑下来的混合焦均匀地刮到焦台地沟内的运焦带式输送机上，送至贮焦场或筛贮焦楼。5.4.3 炉前焦库由于干熄焦设备是24小时连续运转，而筛119、贮焦系统是非连续生产，所以为了满足筛贮焦系统设备及带式输送机检修的需要，稳定干熄焦装置的操作，在干熄焦装置和筛贮焦系统之间设置炉前焦库，同时干熄焦装置与炉前焦库间的带式输送机设计为双系统，2个系统互为备用。干熄焦装置排出的焦炭送到炉前焦库顶部。炉前焦库有4个贮槽，贮量约1000t，相当于干熄焦装置4小时的处理量。炉前焦库上部设2台卸料车（一开一备）将焦炭卸入炉前焦库内。下部4个槽口装有电液动反扇形闸门，焦库内的焦炭由电液动反扇形闸门排到带式输送机并送入筛贮焦楼；或送入贮焦场。5.4.4 贮焦场考虑到焦炭销售的不均匀性，当焦炭不能及时外运，贮焦槽存贮已满时，从焦台或炉前焦库运来的混合焦炭可送至贮120、焦场露天贮存。一期工程已经建设贮焦场长407.5m，宽140m，总贮量为13.2万t地贮焦场，相当于455孔JN60型焦炉20昼夜的产焦量。二期工程增加一条兑取料系统，使贮焦能力达到20万吨。贮焦场增加1台DQL400/400-30堆料机进行堆料作业。堆料机的堆焦能力400t/h，取焦能力为400t/h。当筛贮焦楼需要焦炭时，再由堆取料机将焦炭取回，进筛贮焦楼进行筛分处理。焦场沿堆取料机轨道方向设煤场洒水装置，堆取料机本身也设水喷洒装置，防止在堆取焦炭过程中煤尘飞扬造成空气污染。5.4.5 其它a)带式输送机上设置一台电子计量秤，计量混合焦量。b)焦处理工段采用DT型带式输送机输送焦炭。带式输121、送机带宽为1200mm，输送能力240 t/h。c)整个系统四班制操作，采用PLC控制。5.5 煤气净化车间5.5.1 概述 煤气净化车间与455孔JN60型焦炉、年产220万t焦炭的炼焦生产能力相配套。 煤气净化车间组成为：冷凝鼓风工段、HPF脱硫工段、硫铵工段（含剩余氨水蒸氨装置）、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段和油库工段。5.5.2 煤气净化系统工艺流程的选择 目前采用的各种煤气净化新工艺具有不同的单元处理技术和装置组合，其通常由煤气冷凝鼓风、脱硫脱氰、脱氨、脱苯脱萘等工序组成。几种不同的煤气净化工艺主要差别在于脱硫、脱氨方案的选择。因此，以下着重就脱硫、脱氨工艺进行比选论述。 目前我国已经122、建成（包括引进）的焦化工程采用的具有代表性的湿法脱硫工艺分湿式氧化工艺和湿式吸收工艺，湿式氧化脱硫工艺有：T.H法（以氨为碱源）、F.R.C法（以氨为碱源）、A.D.A法（以钠为碱源）和H.P.F法（以氨为碱源）；湿式吸收脱硫工艺有：索尔菲班法（单乙醇胺法）、氨硫联合洗涤法和真空碳酸盐法。 脱氨工艺主要有：水洗氨蒸氨浓氨水工艺、水洗氨蒸氨氨分解工艺、冷法无水氨工艺、热法无水氨工艺、半直接法浸没式饱和器硫铵工艺、半直接法喷淋式饱和器硫铵工艺、间接法饱和器硫铵工艺、酸洗法硫铵工艺。 将脱硫和脱氨工艺配合在一起，较为成熟经济合理的煤气净化工艺为：方案一：HPF脱硫生产硫磺、喷淋式饱和器生产硫铵工艺；123、方案二：氨水脱硫、氨分解、克劳斯生产元素硫工艺。5.5.2.1 方案一 本方案包括脱硫装置、喷淋饱和器硫铵装置、终冷洗苯装置。 a)氨法H.P.F脱硫是我国科技人员不断总结国内外已有的脱硫方法，自行研制开发的以焦炉煤气中的氨为碱源，采用H.P.F新型高效复合催化剂从焦炉煤气中脱除H2S、HCN的新工艺。该工艺由鞍山焦耐总院与无锡市焦化厂共同合作开发，已于1996年10月通过原冶金部的正式鉴定。目前，该工艺除在无锡焦化厂、邯钢焦化厂、铜陵焦化厂、清徐焦化厂、新余钢铁公司焦化厂和重庆钢铁公司焦化厂稳定运行外，已广泛应用于涟钢焦化厂、邢钢焦化厂、北台钢铁厂焦化厂、沙钢焦化厂等十多个焦化厂的施工设计中124、，也用于多个焦化工程的高阶段设计中，有的工程已建成并即将投产。 H.P.F脱硫的工艺采用的催化剂H.P.F为复合催化剂，它是以氨为碱源液相催化氧化脱硫新工艺，与其它催化剂相比，它对脱硫和再生过程均有催化作用（脱硫过程为全过程控制）。因此，HPF与其它催化剂相比具有较高的活性和较好的流动性。 H.P.F脱硫的废液回兑到炼焦煤中。其废液中主要含有(NH4)2S2O3和NH4CNS。实验表明(NH4)2S2O3和NH4SCN在煤软化前绝大部分已分解为气体逸出，NH4CNS的完全分解温度仅为360。所以在煤中配入这种废液后，不会改变煤的粘结性；且NH4CNS受热分解时首先变成其同分异构体硫脲，而硫脲的125、分子结构中已不再含有氰基，所以进一步热分解时，并不会生成HCN，而是生成H2S和NH3。工业实验表明：掺废液后，煤气中的H2S和NH3仅分别增加11.5g/m3和12g/m3，而HCN含量基本不变；其盐类在炉内热裂解产生H2S，绝大部分又进入煤气中，因此焦炭硫含量增加极少，焦炭强度和耐磨性无明显变化。 这种方法可大大简化废液处理的工艺流程，是一种简单可行且经济的脱硫废液处理方法。 b)喷淋式饱和器硫铵工艺中，喷淋式饱和器分为上段和下段，上段为吸收室，下段为结晶室。 煤气经过预热器进入喷淋式饱和器的上段的前室，然后分成两股沿饱和器水平方向流动，每股煤气均经过数个喷头用含游离酸的母液喷洒，以吸收煤126、气中的氨，两股煤气汇合经后室喷洒后以切线方向进入饱和器中心的旋风分离部分，除去煤气中夹带的酸雾液滴，煤气从上部中心出口管离开到下一个工段。 喷淋式饱和器的上段和下段以降液管连通，吸收氨后的母液从降液管流至结晶室的底部，不断地搅拌母液，使硫铵晶核长大。含有硫铵结晶的母液送至结晶槽，而母液通过母液循环泵送至饱和器的上段进行循环喷洒。 喷淋式饱和器的上段设满流管，保持液面并封住煤气，使其不能进入下段，也不能外逸。母液在上段和下段之间不断循环，使母液中的晶核不断长大，沉降在结晶室的底部。用结晶泵将含结晶的母液抽至结晶槽，经离心分离、干燥得成品硫铵。 虽然吸收与结晶分开，但仍在一个设备内，操作条件不能分127、别控制，但是结晶颗粒的长大，一方面依靠母液的大量循环搅拌，另一方面结晶室的容积较大，有利于晶核的长大，通过自然分级，从结晶室的底部便可抽出较大颗粒的硫铵结晶。 c)工艺特点优点： 1）采用以氨为碱源，H.P.F为催化剂的焦炉煤气脱硫脱氰新工艺，此法不但脱硫脱氰效率较高，塔后煤气含H2S和HCN可分别降至300mg/m3和500mg/m3以下，可完全满足甲醇车间对煤气质量的要求，而且流程短，不需外加碱，催化剂用量少，资源利用合理，原材料和动力消耗低，操作费用低，一次性投资省。 2）该脱硫工艺溶液盐类积累缓慢，因而废液量相对较少。 3）废液回兑配煤，工艺简单经济，无污染。 4）采用喷淋式饱和器，材128、质为不锈钢，使用寿命长，集酸洗、除酸与结晶为一体，煤气系统阻力小，硫铵颗粒较大，流程简单，工艺先进，技术可靠。缺点：采用湿式氧化法直接从煤气中回收H2S，配合熔硫，硫磺纯度低。5.5.2.2 方案二 本方案包括氨硫洗涤装置、脱酸蒸氨装置、氨分解、硫回收装置。 a)氨硫循环洗涤脱硫是一种NH3和H2S联合处理工艺，该法以煤气中的NH3为碱源，在洗氨的同时脱除H2S和HCN，脱硫塔设在洗氨塔之前。属于典型的湿式吸收法脱硫。 我国石家庄焦化厂、宣钢焦化厂、攀钢焦化厂、北京焦化厂和唐山市焦化厂先后从德国斯蒂尔公司和克鲁伯考伯斯公司引进该工艺。除此之外，武钢焦化厂二回收、天津煤气三厂、青岛煤气厂二期工程129、和承德焦化厂等也是采用该流程。氨硫循环洗涤脱硫系统从脱酸塔顶蒸出的含H2S的酸性气体可以采用克劳斯装置生产元素硫，也可以采用湿式接触法生产硫酸；从蒸氨塔顶蒸出的氨汽可用来生产硫铵（间接法）、无水氨（热法弗萨姆）和进行氨分解。从以上各种组合来看，采用氨硫循环洗涤脱硫配改进的克劳斯法生产元素硫和氨分解是一种采用最多的工艺流程，与氨硫循环洗涤脱硫配其它氨硫处理工艺相比，从投资、能耗、生产费用以及净煤气成本等各项指标均为最低。 氨硫循环洗涤脱硫由氨硫循环洗涤、脱酸蒸氨和氨分解硫回收组成。在氨硫循环洗涤部分，用洗氨的富氨水和脱酸蒸氨来的贫液洗涤煤气，吸收了煤气中H2S的氨硫富液送入脱酸塔，以挥发氨塔送来130、的氨汽为热源进行蒸馏，从脱酸塔顶部引出的酸性汽体去硫回收装置生产硫磺。脱酸塔底的热贫液一部分经换热冷却送回洗涤部分，其余热贫液送入固定氨塔用蒸汽蒸馏，塔顶氨汽送入氨分解炉进行氨分解。 b)工艺特点 优点： 1）以煤气中的氨为碱源，在洗氨的同时脱除硫化氢，工艺流程简单，不需外加碱，过程不产生废液，不会产生二次污染。 2）克劳斯法硫回收所生产的硫磺纯度高（可达99.8%），质量好。 3）脱硫脱氰效率一般，当塔前煤气含H2S和HCN分别为6g/m3和1.52g/m3时，塔后煤气含H2S和HCN可降至500mg/m3。 4）工艺流程较短，工艺控制自动化水平高。 缺点： 1）由于整个系统处于低温下操作（131、一般为22-23），低温水耗量大。 2）脱酸系统介质腐蚀性强，对设备材质要求高，脱酸塔等主要设备需采用钛材或海氏合金材料。 3）由于氨、硫系统相互关联，操作难度大，尤其是硫回收的尾气回配到煤气中，若控制不好，易造成系统堵塞、腐蚀。5.5.2.3 两种煤气净化工艺的经济比较 两种工艺的比较基准为： a)未计废液配煤；b)包括剩余氨水蒸氨；c)未计冷凝鼓风、粗苯蒸馏和油库（含酸碱库）；d)克劳斯工艺消耗蒸汽量已减掉自产蒸汽；e)未计外送煤气产值。项 目方案一方案二1.煤气处理量m3/h1023001023002.脱硫效率g/m370.370.5 %95.792.93.脱氨效率g/m370.0370132、.05 %99.699.54.原料 H.P.F催化剂t/a20/ 40%NaOHt/a70637063 93% 硫酸t/a19583/ Ni催化剂t/a/23.5 Al2O3催化剂t/a/85.产品 硫磺t/a6168/ 硫铵t/a24283/ 硫磺t/a/5482尾气（490kcal/m3）m3/h/71506.动力消耗 循环水t/h10901275 低温水t/h740820 软水t/h/14 电kW21551700 蒸汽t/h2539 压缩空气m3/h4440/7.基建投资万元586473338.生产费用设备折旧费和维修费万元/a586.4733.3 原料消耗费用万元/a1749812 动133、力消耗费用万元/a47725514 工人工资万元/a7070 产品产值万元/a1276274 生产费用万元/a5901.46855.3说明：工人工资及附加按1万元/a人计。 由上表可见，脱硫、脱氨效率方案一较方案二先进，经济效益也是方案一优于方案二。基于上述原因，我们推荐HPF脱硫生产硫磺、喷淋饱和器生产硫铵的煤气净化工艺。5.5.3 设计基础数据5.5.3.1 设计规模煤气处理量：102300m3/h 5.5.3.2 净化前煤气中杂质含量（g/m3） NH3 7g/m3 H2S 7g/m3 HCN 1.52g/m3 B.T.X 3240g/m35.5.3.3 产品产率焦油 3.5%(对干煤)134、粗苯 1%(对干煤)硫铵 0.84%(对干煤)5.5.3.4 净化后煤气质量杂质成分 焦油 NH3 H2S B.T.X 萘 含量 g/m3 0.02 0.03 0.3 4 0.3 5.5.3.5 化学产品质量指标a）粗焦油 符合YB/T5075-93 密度(20C) 1.151.21 g/ml 含水 4.0% 灰分 0.13% 粘度(E80) 4甲苯不溶物（无水基） 3.57.0%b）硫磺 含硫 8090%c)硫铵 符合GB535-1995（一级品） 氮含量(以干基计) 21% 含水 0.3% 游离酸含量 0.05% d)粗苯 符合YB/T5022-93密度（20C） 0.8710.900g/135、ml180前馏出量（重） 93%水分：室温（1825）下目测无可见的不溶解的水5.5.4 工艺流程、特点及主要设备选择5.5.4.1 冷凝鼓风工段 a)工艺流程来自焦炉82C的荒煤气与焦油和氨水沿吸煤气管道至气液分离器，气液分离后荒煤气由上部出来，进入5台并联操作的横管初冷器分两段冷却。上段用32C循环水，下段用16C低温水将煤气冷却至2122C。由横管初冷器下部排出的煤气，进入3台并联操作的电捕焦油器，除掉煤气中夹带的焦油，再由煤气鼓风机压送至脱硫工段。 为了保证初冷器冷却效果，在上、下段连续喷洒焦油、氨水混合液，在其顶部用热氨水不定期冲洗，以清除管壁上的焦油、萘等杂质。 初冷器中带有断塔盘136、，将初冷器分为上下两段，上段排出的冷凝液经水封槽流入上段冷凝液槽，用泵将其送入初冷器上段中部喷洒，多余部分送到机械化氨水澄清槽。 初冷器下段排出的冷凝液经水封槽流入下段冷凝液槽，加兑一定量焦油后，用泵将其送入初冷器下段顶部喷洒，多余部分流入上段冷凝液槽。 由气液分离器分离下来的焦油和氨水首先进入机械化氨水澄清槽，在此进行氨水、焦油和焦油渣的分离。上部的氨水流入循环氨水中间槽，再由循环氨水泵送至焦炉集气管喷洒冷却煤气，剩余氨水送入剩余氨水中间槽。澄清槽下部的焦油靠静压流入机械化焦油分离槽，进一步进行氨水、焦油与焦油渣的沉降分离，焦油用焦油泵送往油库工段焦油贮槽，氨水自流至地下放空槽。机械化氨水澄137、清槽和机械化焦油分离槽底部沉降的焦油渣刮至焦油渣车，定期送往煤场，掺入炼焦煤中。进入剩余氨水中间槽的剩余氨水用剩余氨水中间泵送入除焦油器，脱除焦油后的氨水自流到剩余氨水槽，再用剩余氨水泵送至硫铵工段剩余氨水蒸氨装置，脱除的焦油自流到地下放空槽。b)工艺特点 1)初冷器采用高效横管冷却器，将煤气冷却到2122C，使煤气中的大部分萘通过初冷脱除，从而实现了煤气降温、除油、除萘的目的，确保后序设备无堵塞之患，又大幅度降低了操作费用和工程投资。 2)横管冷却器采用两段结构，中间带断塔盘，节省低温水用量，降低操作费用。 3)采用新型高效的蜂窝式电捕焦油器，处理后煤气中焦油可控制在20mg/m3以下（三台138、全部操作），有利于后序设备的正常操作。瓷瓶充氮气加以保护，减少维修量，延长瓷瓶的寿命。 4)煤气鼓风机采用带液力耦合器的高效低耗的电动煤气鼓风机，使煤气鼓风机可根据煤气量实现无级调速，适合焦化厂煤气量周期性波动的特点，并可实现鼓风机前吸煤气管道压力自动调节。同时操作调节灵活，高效节能。 5)剩余氨水浮选技术集国内外各种氨水除油的先进技术于一身，使剩余氨水经浮选后焦油含量大大降低，减轻焦油在蒸氨塔塔盘上的聚合，保证蒸氨塔稳定操作，蒸氨废水质量稳定，有利于环境保护。c)主要设备选择设备名称及规格主要材质台数初冷器Q235-A5电捕焦油器Q235-A3机械化氨水澄清槽Q235-A4机械化焦油分离槽Q139、235-A1煤气鼓风机35.5.4.2 脱硫工段 a)工艺流程 由鼓风机送来的煤气首先进入预冷塔与塔顶喷洒的循环冷却水逆向接触，被冷至30；循环冷却水从塔下部用泵抽出送至循环水冷却器，用低温水冷却至28后进入塔顶循环喷洒。采取部分剩余氨水更新循环冷却水，多余的循环水返回冷凝鼓风工段。预冷后的煤气进入脱硫塔，与塔顶喷淋下来的脱硫液逆流接触以吸收煤气中的硫化氢（同时吸收煤气中的氨，以补充脱硫液中的碱源）。脱硫后煤气含硫化氢约300mg/m3，送入硫铵工段。吸收了H2S、HCN的脱硫液从塔底流出，进入反应槽，然后用脱硫液泵送入再生塔，同时自再生塔底部通入压缩空气，使溶液在塔内得以氧化再生。再生后的溶140、液从塔顶经液位调节器自流回脱硫塔循环使用。浮于再生塔顶部的硫磺泡沫，利用位差自流入泡沫槽，硫泡沫经泡沫泵送入熔硫釜加热熔融，硫磺冷却后装袋外销。清液流入废液槽，用清液泵抽出，经清液冷却器冷却后送入反应槽。为避免脱硫液盐类积累影响脱硫效果，排出少量废液送往配煤。b)工艺特点采用以氨为碱源，HPF为催化剂的焦炉煤气脱硫脱氰新工艺，是焦耐总院和无锡焦化厂共同开发的新的脱硫专利技术。此法不但具有较高的脱硫脱氰效率，而且流程短，不需外加碱，催化剂用量少，脱硫废液处理简单，操作费用低，一次性投资省。c)主要设备选择设备名称及规格主要材质台数预冷塔Q235-A1脱硫塔Q235-A2再生塔Q235-A2脱硫液141、循环泵SUS3043熔硫釜SUS30485.5.4.3 硫铵工段 a)工艺流程 由脱硫工段来的煤气经煤气预热器进入饱和器。煤气在饱和器的上段分两股入环形室经循环母液喷洒，其中的氨被母液中的硫酸吸收，然后煤气合并成一股进入后室经母液最后一次喷淋进饱和器内旋风式除酸器，以便分离煤气所夹带的酸雾，再经捕雾器捕集下煤气中的微量酸雾后，送至终冷洗苯工段。饱和器下段上部的母液经母液循环泵连续抽出送至环形室喷洒，吸收了氨的循环母液由中心下降管流至饱和器下段的底部，在此晶核通过饱和母液向上运动，使晶体长大，并引起颗粒分级。用结晶泵将其底部的浆液送至结晶槽。饱和器满流口溢出的母液流入满流槽内液封槽，再溢流到满流142、槽，然后用小母液泵送入饱和器的后室喷淋。冲洗和大加酸时，母液经满流槽至母液贮槽，再用小母液泵送至饱和器。此外，母液贮槽还可供饱和器检修时贮存母液之用。 结晶槽的浆液排放到离心机，经分离的硫铵晶体由输送机送至振动流化床干燥机，并用被热风器加热的空气干燥，再经冷风冷却后进入硫铵贮斗。然后称量、包装送入成品库。离心机滤出的母液与结晶槽满流出来的母液一同自流回饱和器的下段。干燥硫铵后的尾气经旋风分离器分离后由排风机排放至大气。 由油库送来的硫酸送至硫酸槽，再经硫酸泵抽出送至硫酸高置槽内，然后自流到满流槽。 由冷凝鼓风工段送来的剩余氨水与蒸氨塔底排出的蒸氨废水换热后进入蒸氨塔，用直接蒸汽将氨蒸出，同时从143、终冷塔上段排出的含碱冷凝液进入蒸氨塔上部分解剩余氨水中固定铵，蒸氨塔顶部的氨汽经分缩器后，进入脱硫工段的预冷塔内，以增加脱硫液中的碱源。蒸氨塔底的蒸氨废水用废水抽出，经氨水换热器、废水冷却器后送至酚氰废水处理站。 b)工艺特点 1)采用喷淋式饱和器，材质为不锈钢,使用寿命长,集酸洗、结晶与除酸为一体，煤气系统阻力小，硫铵颗粒大,流程简单，工艺先进，技术可靠。 2)蒸氨塔为铸铁泡罩塔（2台，其中一台为备品），蒸馏效率高，耐腐蚀性好，操作稳定。 3)蒸氨加碱分解固定铵，提高了蒸氨废水质量指标。c)主要设备的选择设备名称及规格主要材质台数饱和器SUS316L3结晶槽SUS316L4氨水蒸馏塔铸铁2母144、液循环泵904L35.5.4.4 终冷洗苯工段a)工艺流程 从硫铵工段来的约55的煤气，首先从终冷塔下部进入终冷塔分二段冷却，下段用约37的循环冷却水，上段用约24的循环冷却水将煤气冷到25后进入洗苯塔，煤气经贫油洗涤脱除粗苯后，一部分送回焦炉和粗苯管式炉加热使用，其余送往用户。 终冷塔下段的循环冷却水从塔中部进入终冷塔下段，与煤气逆向接触冷却煤气后用泵抽出，经下段循环喷洒液冷却器，用循环水冷却到37进入终冷塔中部循环使用。终冷塔上段的循环冷却水从塔顶部进入终冷塔上段冷却煤气后用泵抽出，经上段循环喷洒液冷却器，用低温水冷却到24进入终冷塔顶部循环使用。同时，在终冷塔上段加入一定量的碱液，进一步145、脱除煤气中的H2S，保证煤气中的H2S含量300mg/m3。下段排出的冷凝液送至酚氰废水处理，上段排出的含碱冷凝液送至硫铵工段蒸氨塔顶，分解剩余氨水中的固定铵。 由粗苯蒸馏工段送来的贫油从洗苯塔的顶部喷洒，与煤气逆向接触吸收煤气中的苯，塔底富油经富油泵送至粗苯蒸馏工段脱苯后循环使用。 b)工艺特点 1)终冷塔上段加入分解剩余氨水中固定铵盐所需的碱液，进一步脱除煤气中的H2S，起到一种原料二种用途的目的。 2)煤气终冷采用闭路循环连续排污新工艺，既减少废水排放量，又达到保护大气环境的目的。 c)主要设备的选择 台数主要材质数量终冷塔Q235-A1洗苯塔 Q235-A15.5.4.5 粗苯蒸馏工段146、 a)工艺流程 从终冷洗苯装置送来的富油依次送经油汽换热器、贫富油换热器，再经管式炉加热至180后进入脱苯塔，在此用再生器来的直接蒸汽进行汽提和蒸馏。塔顶逸出的粗苯蒸汽经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器冷却后，进入油水分离器。分出的粗苯流入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流，其余进入粗苯贮槽，再用粗苯产品泵送至油库。 脱苯塔底排出的热贫油，经贫富油换热器换热后进入贫油槽，然后用热贫油泵抽出经一段贫油冷却器、二段贫油冷却器冷却至2729后去终冷洗苯装置。 在脱苯塔的顶部设有断塔盘及塔外油水分离器，用以引出塔顶积水，稳定操作。 在脱苯塔侧线引出萘油馏份，以降低贫油含萘。引出的萘油馏份进入萘溶剂147、油槽，定期用泵送至油库。 从管式炉后引出11.5%的热富油，送入再生器内，用经管式炉过热的蒸汽蒸吹再生。再生器顶汽体进入脱苯塔，再生残渣排入残渣槽，用泵送油库工段。 系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵入口补入系统。 各油水分离器排出的分离水，经控制分离器排入分离水槽，再用泵送往冷凝鼓风工段。 各贮槽的不凝气集中引至冷凝鼓风工段鼓风机前吸煤气管道。 b)工艺特点 1）采用单塔生产粗苯的工艺，具有流程短，设备少，占地小，能耗低等优点。 2）脱苯塔顶设断塔盘引水,保证了全塔的操作稳定,侧线产品易于合格。 3）各槽器放散气均接入鼓风机前吸煤气管道,有利于环境保护。 4）脱苯塔采用铸铁材质，使用年限长。148、 c)主要设备的选择设备名称及规格主要材质台数脱苯塔 铸铁1再生器 Q235-A 1管式炉Q235-A15.5.4.6 油库工段 本工段产品和原料的贮存时间为20天。设置4个焦油贮槽，接受冷凝鼓风工段送来的焦油，并装车外运；设置2个粗苯贮槽，接受粗苯蒸馏工段送来的粗苯，并定期装车外运；设置2个洗油贮槽用于接受外来的洗油，并定期用泵送往粗苯蒸馏工段；设置2个碱贮槽、1个真空槽和2个硫酸槽、1个复式真空槽，用于接受外来的碱液（40%）和硫酸（93%），并定期用泵送至终冷洗苯工段和硫铵工段。本工段采用汽车和火车两种运输方式。5.5.5 外部管道部分 为满足生产的需要，建设一套外部管道是十分必要的。本149、外部管道的设计包括如下内容： a)连接各工段的煤气管道；输送各种物料和产品的工艺管道。b)部分公共设施管道（仅包括宜于架空敷设的公用设施管道）。c)管道均采用架空敷设的方式，其结构型式为综合管廊和一般管架相结合，在管线密集处采用综合管廊结构，在综合管廊上还为电力专业留有架设电缆的位置，煤气净化车间内部外部管廊与车间内部管廊合二为一，其余的地方则采用一般管架。 由于架空外部管道的设计包含了工厂内诸多外部管线的综合设计，因而具有设计合理，结构紧凑，节约占地，方便施工，利于管理的特点。5.5.6 煤气净化车间的控制水平 煤气净化车间采用DCS集中控制、巡检工定期巡检的管理方式，车间内各泵的运行状态在150、中控室显示，从而大大提高了煤气净化车间的控制水平和管理水平。5.6 甲醇生产装置5.6.1 概述5.6.1.1 装置组成和任务 建设内容包括：空分、脱硫、转化、压缩、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区及甲醇装置界区内相应的公用工程。甲醇装置年工作日数330天。 本工程所需焦炉煤气由焦化工程通过管道送至甲醇生产装置内。焦炉煤气质量指标如下：组分%（V）CO6.20CO22.20H258.5CH426.50N24.00O20.60ETHANE1.40PROPANE0.60温度25压力0.105MPa(A)5.6.1.2 主要辅助材料规格、用量、来源一览表序号名 称规格单位年用量来源运输方式1转化催化剂t151、/a17.4火车、汽车脱硫铁钼转化催化剂t/a17火车、汽车2锰矿脱硫催化剂t/a220火车、汽车氧化锌催化剂t/a14火车、汽车空分分子筛t/a8.5火车、汽车3甲醇合成催化剂C302t/a40外购火车、汽车4NHD溶剂及化学品各种t/a42外购火车、汽车5.6.1.3 工艺技术方案原料气压缩采用电驱动的往复式压缩机（考虑焦炉气中含有杂质），出口压力为2.65MPa，压缩后的原料气脱硫采用湿法NHD脱硫和铁钼转化加锰矿脱硫剂，氧化锌干法脱硫最后把关，新建空分装置提供转化用氧气和焦炉用的氮气，转化采用纯氧部分氧化制合成气，转化后的合成气经热回收、水冷、分离送入甲醇压缩、合成，精馏生产20万t/152、a甲醇，甲醇合成采用先进等温合成塔技术，精馏采用三塔精馏流程。5.6.1.4 总体设想 a）用国内外已有成熟生产经验的纯氧部分氧化制合成气，节省能耗，降低生产成本。 b）脱硫采用NHD脱硫加铁钼转化加锰矿脱硫剂，氧化锌干法脱硫最后把关，最终总硫为0.1ppm。 c）甲醇合成采用等温管式反应器，压力均为5.05.5MPa低压合成新工艺。 d）甲醇精馏采用目前最新技术的节能、操作稳定的三塔流程工艺。 e）新上13000Nm3/h制氧装置，选用国内新型全低压单系列，分子筛净化节能工艺，空压机选用离心式压缩机，全凝式蒸汽透平驱动，可做到节电。 f）生产装置控制全部集中在中央控制室由DCS自动优化调节，153、以最少原材料、动力投入，获得最大产出。5.6.1.5 产品消耗定额 甲醇能耗指标及能耗表（以t产品精甲醇计）序号名 称单位消耗指标单位能耗kJ折能耗kJ备 注1焦炉煤气(干基)m3（标）2107.90.0167610635.331062循环冷却水（t=10）m3461.47 2.511031.1581063脱盐水m34.891.421040.0691064电kWh349.051.1841044.1310653.82MPa过热蒸气t3.0282.78921068.44610660.31.3MPa饱和蒸汽t2.12.771065.817106小 计54.95106 副产73.82MPa过热蒸气t-154、2.712.7892106-7.55910681.3 MPa 饱和蒸汽t-1.052.77106-2.9110690.3 MPa 饱和蒸汽t-0.732.77106-2.02210610回收冷凝液t-3.940.632106-2.49106 小 计-14.981106 合 计39.9691065.6.2 空分5.6.2.1 全厂氧气、氮气需用量及纯度本工程需要空分装置供应氧气作为转化用气，氮气作为焦炉用气，以及全厂的安全置换用氮，现将全厂用气列表说明。 项目用户名称气体名称压力MPa(G)气量m3(标)/h气体纯度%备 注平均最大转化氧3.0105011150099.6连续焦炉用氮氮气0.45155、5000700099.99连续甲醇用氮氮气0.45600500099.99间断5.6.2.2 空分设备的选型及主要参数转化需要氧气纯度99.6%，氧气量10501m3（标）/h，考虑到操作变化氧气最大用量约11500 m3（标）/h。1.3万m3（标）/h空分设备生产能力如下：氧气：11500 m3（标）/h99.6%O2氮气：8000 m3（标）/h99.99%N2液氧：1500 m3（标）/h99.96%液氩：400 m3（标）/h99.999%a、运转周期（两次大加温间隔期）二年以上。b、加温解冻时间36小时。c、起动时间（从膨胀机启动开始到氧气达到纯度指标）36小时。 1）膨胀机（1）156、增压透平膨胀机组由主机和供油系统两个撬装块组成。（2）膨胀机和增压机采用NREC设计软件进行设计和分析，使其效率达到最佳设计值，气动性能和流场分布更加合理。（3）轴承采用径向推力联合轴承，并采用五轴数控铣床加工保证其结构和性能要求，轴承不再进行人工修刮，可直接安装和使用，充分保证机器运转的可靠性和稳定性。（4）供油系统充分考虑了机组运行的稳定性和可靠性，为了保证机组的稳定运转和稳定的进油温度，采用了温度控制阀进行自动控制。（5）整套机组具有结构紧凑、布置合理、效率高、运转稳定、可靠、安装和维修方便的特点（转子、轴承、叶轮总成可从端口直接取出）。 2）分馏塔（1）下塔结构采用了对流式筛板塔，具有157、有效流通面积大，精馏效果好的特点。（2）上塔采用填料塔结构，具有阻力小，空压机排压低，节能。（3）主换热器采用了大截面真空钎焊的铝制板翅式换热器。（4）采用氧气内压缩，另有部分液氧产品从主冷抽出，可使主冷中的液氧抽出量增加,充分防止碳氢化合物在主冷中积聚,更好地保证空分装置的安全运行。（5）主冷板式蒸发侧翅片采用大节距翅片，拼缝及边缘留有适当间隙，以防止碳氢化合物在此处的凝聚，以保证主冷的安全。（6）冷箱上所采用的各类冷阀，均采用铝焊接结构，从而减少了外漏的可能。（7）塔内管道的布置采用自补偿形式，对管道进行应力分析。（8）设计时考虑了液体回灌分馏塔以缩短启动时间措施。（9）塔内主要阀门设有单158、独冷箱，便于阀门检修。（10）仪表管线及低温电缆采取有效措施，避免意外损伤。（11）蒸汽喷射器能力大，缩短排液时间。（12）冷箱设计结构紧凑，同时充分考虑了检修空间。注： 上下塔的组合对接由安装单位现场完成。3）空气压缩机 空气压缩机是本装置的关键设备，该压缩机采用单台单轴型多级离心式压缩机，带进口可调导叶，由蒸汽透平驱动。该压缩机具有等温效率高，可靠性高，转子稳定性好，可操作范围宽，制造方便，成本低等优点。5.6.2.3 工艺流程特点新空分装置选用先进的全低压分子筛常温吸附、带增压透平膨胀机及规整填料的精馏塔。此种流程具有氧、氮提取率高，能耗低，塔的调节范围广，操作方便，安全等特点。5.6.159、2.4 空分装置工艺流程简述 空分装置组成：生产装置由空气的过滤和压缩、预冷和前端净化、冷量制取和空气精馏等工序组成。生产辅助设施包括生产办公室、主控制室、机器控制室、电气室、变压器室、钳工室、分析间和气瓶室等。5.6.2.4.1 压缩、预冷和纯化系统 从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后，经过空气压缩机压缩至约0.65MPa(A)进入空气压缩机后冷器，经循环水冷却后进入空气预冷系统中的空冷塔，在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔冷却过的低温水冷却，空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置，以防止工艺空气中游离水份带出。 出空气预冷系统的工艺空气进入160、用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的空气纯化系统，纯化系统中的吸附器由两台卧式容器组成；两台吸附容器采用内绝热双层床结构，当一台运行时，另一台则由来自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热后进行再生。5.6.2.4.2 分馏塔系统 a)空气精馏 出空气纯化系统的洁净工艺空气部分进入冷箱内的主换热器，被返流出来的气体冷却并进入下塔底部，另一部分进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后，进入液氧换热器，冷却到一定温度进入膨胀机，膨胀制冷后进入上塔中部，参与精馏，其余空气进入空气增压压缩机，经压缩冷却后进入液氧换热器，回收液氧冷量液化，经节流进入下塔下部参与精馏。在精馏塔中，上升气体与下流液体充分接触，传热传161、质后，上升气体中氮的浓度逐渐增加。纯氮进入下塔顶部的主冷凝蒸发器被冷凝，在气氮冷凝的同时，主冷凝蒸发器中的液氧得到气化。一部分液氮作为下塔的回流液下流，其余液氮经过冷后，送入上塔。 在下塔中产生的液空及污液氮也经过冷器过冷，节流后进入上塔参与精馏，在上塔内，经过再次精馏，得到产品常压氮气(仅在开工时使用)、污氮、产品液氧。液氧从冷凝蒸发器底部抽出，大部分进入液氧泵，升压后进入液氧换热器，经复热进入用户管网，另一部分送出冷箱作为液氧产品。 在下塔中顶部得到产品氮气（0.45MPaG)，进入冷箱内的主换热器，经复热进入用户管网b)冷量的制取 装置所需的大部分冷量由透平膨胀机提供。 从空气纯化系统来162、的部分空气，进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后，进入冷箱内的液氧换热器，冷却至一定温度后进入透平膨胀机。这股膨胀空气经膨胀机膨胀制冷后进入上塔，参与精馏。5.6.2.4.3 氩的提纯 氩的提取采用全精馏制氩的最新技术，为了制取氩，从分馏塔上塔下部的适当位置引出一股氩馏份气送入粗氩塔进行精馏，使氧的含量降低；粗氩塔的回流液体是由粗氩塔底部引出经液体泵输送来的液态粗氩。从粗氩塔顶部引出的气体进入粗氩塔并在其中进行深度氩氧分离，经过粗氩塔的精馏，在粗氩塔的顶部得到含氧量2PPm的粗氩气，粗氩塔的顶部装有冷凝蒸发器，以过冷器后引出的液空经节流后送入其中作为冷源，绝大部分的粗氩气经冷凝蒸发器冷凝后作为粗163、氩塔的回流液。其余部分由粗氩塔顶部引出（含氧量2PPm的粗氩）送入精氩塔，精氩塔的底部装有一台蒸发器，以下塔底部引出的中压氮气作热源使液氩蒸发，同时氮气被液化。在精氩塔的顶部装有冷凝器，以精氩蒸发器引出的液氮作为冷源，使绝大部分上升气体冷凝作为精氩塔的回流液，经过精氩塔的精馏，在精氩塔底部得到的99.999Ar精液氩，引出冷箱作为产品液氩。5.6.3 脱硫5.6.3.1 概述 NHD脱硫的主要任务是脱除焦炉气中的硫（主要包括无机硫和有机硫），使其能够作为转化的原料气，并将脱硫回收的酸性气体送焦化工程。 脱硫工段由NHD湿法脱硫和干法脱硫两部分组成。5.6.3.2 工艺路线选择及工艺特点5.6.164、3.2.1 工艺路线选择 目前在我国的中型氮肥厂中，对半水煤气及变换气的脱硫方法大都采用湿法氧化再生脱硫，其中应用最为普遍的是ADA法、栲胶法以及NHD脱硫。ADA法和栲胶法属于化学方法，只能吸收无机硫。NHD脱硫是一种物理吸收。主要原理是NHD在常温下可选择性吸收H2S气体，并能吸收其中的一部分有机硫，以减轻干法脱硫的压力。常用脱硫方法的比较见下表。几种常用脱硫方法比较表脱硫方法名 称所用化学品气体净化度mg/m3(标)硫磺回收率%蒸汽消耗kg/kgS电耗kW/kgS操作情况乙醇胺法（MEA）乙醇胺570-802317.86在高CO2浓度下脱H2S腐蚀加重常压加压ADA法ADA、Na2CO3165、Na2VO3等5-4092-9322.03.13对无机硫吸收易堵栲胶法Na2CO3V2O5栲胶5-4085-9314.01.92无硫堵，溶剂易得，中低操作氨水催化法NH4OH对苯二酚100DDS生物催化法Na2CO3，F2O3DDS水污液5-409013.01.82无硫堵，溶剂易得，中低操作NHD物理吸收法NHD590958.01.2加压使用由上表可知，乙醇胺法蒸发损失高，溶液消耗量大，蒸汽、电消耗指标相对较高，对设备腐蚀较严重，溶液易发泡；氨水液相催化法氨耗大，脱硫效率低，硫磺不能回收，仅在小型氨厂使用；ADA法脱硫效率高，吸收速度快，但容易造成析硫堵塔，阻塞管道，检修工作量大。栲胶法脱硫166、是在改良ADA法基础上进一步改进和提高。该法利用醌型丹宁的转化来传递氧使硫化物被氧化为元素硫，这种方法性能稳定，净化度高，原材料便宜易得，脱硫成本低，不易堵塔，硫磺回收率一般在85%以上。NHD溶液物理吸收脱除H2S、COS，有机硫等，适于加压条件下脱硫，热再生出酸性气为H2S，CO2，送焦化工程处理。因此本工程推荐采用NHD脱硫工艺。5.6.3.2.2 工艺特点 NHD溶液吸收H2S是一种物理吸收。主要原理是NHD在常温下可选择性吸收H2S气体，并能吸收其中的一部分有机硫，以减轻干法脱硫的压力。吸收了H2S气体的NHD富液减压、加热后可以使溶解于其中的气体全部解析出来，使溶液再生得以循环利用167、。 NHD脱硫装置主要设备有脱硫塔、再生塔。两塔全部采用填料塔。 NHD法脱硫具有下列优点：具有优良的物化性质和热稳定性。吸收能力强，减压再生能耗低。蒸汽压低，溶剂挥发小。对金属设备无腐蚀。溶剂本身可被生物降解，对人、生物无毒。凝固点低，可在冬季条件下安全运行。对泵等有一定的润滑性能，使用性能优良。具有脱水及脱有机硫的性能。它能明显降低后续干法脱硫的压力，缓解了脱硫剂用量大、更换频繁、操作费用较高、劳动强度大等现象。如果用其他湿法脱硫只脱除无机硫，设所选干法脱硫选用脱硫剂硫容为0.15kg(S)/kg，年需脱硫剂约为700t，而选用NHD脱硫后，干法脱硫年需脱硫剂约为260t。 干法脱硫是先进168、行加氢转化，再先后利用锰矿脱硫剂和氧化锌脱硫，使焦炉气中总硫含量小于0.1ppm，达到转化和甲醇合成的要求。 干法脱硫是化学反应，主要原理是使焦炉气中的有机硫在加氢催化剂（镍钼或铁钼加氢转化催化剂）的作用下与焦炉气中的氢气反应生成H2S，而H2S则在后续的锰矿脱硫槽中与脱硫剂进行反应生成MnS和FeS，从而将其中的大部分硫脱除。在最后是氧化锌脱硫剂，它能脱除H2S和多种有机硫，脱硫精度一般可达0.1PPm以下。它的脱硫效果受水蒸汽的影响较大，在350时入口水蒸汽的含量为0.5%时，其出口硫含量为0.0029ppm，在入口水蒸汽含量为5%时，其出口硫含量为0.03ppm，其在入口水蒸汽含量为10169、%时，其出口硫含量为0.065ppm，本设计中湿法脱硫之后的水含量为0.057%，完全可以保证其出口硫含量小于0.1ppm。故本设计中选用氧化锌脱硫剂用于把关之用。 干法脱硫的设备很少，主要有铁钼转化器、锰矿脱硫槽和氧化锌脱硫槽。 综合以上所述，本设计采用NHD湿法脱硫与干法脱硫相结合的方法。5.6.3.3 主要设备选择1）脱硫塔进塔气量：G=52899Nm3/h空塔气速：W=0.264m/s则塔径为： 选脱硫塔塔径为2.2m，填料为38131.2 QH-1型聚丙烯填料为5层，每层高6m。2）再生塔进塔气量为：G=10566m3/h空塔气速为：W=0.652m/s则再生塔塔径为： 选再生塔塔径170、为2.0m，三层DN50 QH-1型不锈钢扁环填料，每层高6m，上塔为5块旋流板。3）铁钼加氢转化器进入铁钼加氢转化器的焦炉气为52429Nm3/h，取铁钼转化催化剂的空速为700h-1，可得铁钼转化加氢催化剂的体积为：V=1.10G0/空速=82.4m3本设计取铁钼加氢转化催化剂的装填量为85m3。分为三个转化器装填，即：铁钼加氢预转化器（两个）和铁钼加氢转化器，其装填量分别为15x2m3和55m3。 取催化剂的堆积高径比为3.0，则铁钼加氢预转化器内径为2000mm，催化剂堆高为5000mm。铁钼加氢转化器的内径为2800mm，催化剂堆高为9000mm。4）锰矿脱硫槽 经铁钼转化加氢后的焦171、炉气中无机硫含量为95.15mg/Nm2，取锰矿脱硫槽出口硫含量为5mg/Nm3，则锰矿脱硫槽的脱硫量为： G=1.1G0（95.15-5）/1000000=5.246kg/h=41551kg/a 锰矿脱硫剂的硫容为0.140.18，现取0.16kg(s)/kg，则需锰矿脱硫剂为： W=G/S=41551/0.16=25969kg 锰矿脱硫剂的堆密度为1.21.3kg/L，本计算取1200kg/m3，则锰矿脱硫剂的体积为： W/=216.4m3 选用锰矿脱硫剂装填量为72m3的脱硫槽3个，每个脱硫槽的内径为3200mm，脱硫剂堆高为9000mm。 5）氧化锌脱硫槽 氧化锌脱硫后的焦炉气总硫含量172、要求小于0.1PPm，则氧化锌的脱硫量为： G=1.1G05/1000000=0.28836kg/h=2284kg/a 设氧化锌脱硫槽的使用周期为2年，氧化锌的硫容为0.10.25，本计算取0.15kg(s)/kg，则氧化锌的需求量为： W=2G/S=22284/0.15=30451kg 氧化锌脱硫剂的密度为1.31.4kg/L，本设计取1.35kg/L，则氧化锌的体积为： W/=58346.7/1350=22.6m3 为便于操作，氧化锌分为两个脱硫槽装填，每台内径为1900mm，氧化锌堆高为5000mm。5.6.3.4 工艺流程简述 从压缩工段来的40、2.65MPa（A）的焦炉气，与NHD173、溶液在脱硫塔内充分接触，焦炉气中的无机硫（H2S）和大部分有机硫溶解于NHD溶液中从脱硫塔顶部出来，此时焦炉气总硫含量为95 mg/Nm3，其中无机硫为0.1514 mg/Nm3，其余为有机硫。经过气液分离器分离出焦炉气夹带的液体后送往转化工段，在加热炉中进行预热，温度达到350，返回脱硫工段进行干法脱硫，焦炉气首先通过装有铁钼加氢转化催化剂的铁钼加氢转化器，在转化器中有机硫在催化剂的作用下与其中的氢气反应转化成无机硫H2S，而后焦炉气进入装有锰矿脱硫剂的锰矿脱硫槽，焦炉气在通过锰矿脱硫槽时与锰矿充分接触，焦炉气中的大部分H2S与锰矿中的MnO反应，出口焦炉气中的总硫含量可以达到35 mg/N174、m3，焦炉气进入装有氧化锌脱硫剂的氧化锌脱硫槽与氧化锌脱硫剂充分接触，焦炉气中的各种形态的硫与氧化锌反应生成ZnS，其出口的总硫含量小于0.1ppm，经过干法脱硫的350、2.40MPa（G）焦炉气送往转化工段进行转化。从脱硫塔底部出来的NHD富液（2.6MPa，29.4）经过出口的调节阀减压至0.8MPa(G)，进入闪蒸槽 ，闪蒸出溶解的CO、H2、CH4、CO2。闪蒸气送往压缩工段，经原料气压缩机加压后与原料气混合送至脱硫塔入口。闪蒸后的NHD富液（0.8MPa，30）进入贫富液换热器I，与贫液换热后温度为80，进入富液分离槽分离出其中的气相，闪蒸气进入再生塔，经过分离的NHD富液进入贫富175、液换热器II与出再生塔的贫液进行换热，富液被加热到146进入再生塔，进行减压加热再生。再生后为NHD贫液为147、0.09MPa（G）进入贫富液换热器II与富液换热，出换热器96的贫液进入贫液泵I加压至0.5MPa(G)，加压后的贫液进入贫富液换热器I，出换热器的贫液被冷却到38，而后贫液进入贫液水冷器，在贫液水冷器中贫液被新鲜水冷却到25。贫液进入贫液泵II加压，进入脱硫塔上部。NHD富液在再生塔中解析出各种溶解的气体，再生气（0.08MPa(G)、110.7）从再生塔顶出来入再生气冷却器被循环水冷却到40，气体中的水蒸汽大部分被冷凝下来，进入再生气冷却器下部的分离器，从分离器出来的酸性气体176、送往焦化工程。5.6.4 转化工段5.6.4.1 概述 5.6.4.1.1 生产方法和流程特点本工段的任务是将原料气中的甲烷转化成合成甲醇所用的有效气体CO和H2。目前，工业上普遍采用的甲烷转化方法主要有蒸汽转化法和催化部分氧化法。甲烷蒸汽转化为吸热反应，需要采用外加热式一段转化炉，此设备材质要求高，价格昂贵，催化剂用量较多，一段转化炉通常用于甲烷含量高的天然气的转化工艺。催化部分氧化又可分为加压和常压部分氧化。常压部分氧化法由于气体体积较大,且转化后气体的体积成倍增加，使得转化气的压缩功增加，另外，对于甲烷含量较高的气体，混合不好在预热反应过程可能会造成析炭。本装置采用加压催化部分氧化法。该177、工艺具有以下特点：a)用氧化反应内热进行烃类蒸汽转化反应，不需外部加热,热效率高。b)工艺流程和设备结构简单，材料便宜。c)预热反应过程不易析出炭黑。d)在焦炉气转化前增设一饱和塔，既减少了蒸汽用量，又合理利用了冷凝液，省略了工艺冷凝液的排放或处理过程，消除了环境的污染因素，这是一项节能环保的新技术。转化工段开、停车及事故排放气全部引入火炬，焚烧后高点放空,其有害气体的排放量低于国家允许的大气有害物质的排放标准.5.6.4.1.2 本装置的三废治理及环境保护措施与实际效果转化工段开、停车及事故废气全部引入火炬，焚烧后高点放空，其有害气体的排放量低于国家允许的大气有害物质的排放标准。本工段无污染178、废水排出。转化工段的固体废催化剂可回收，经处理后再利用。5.6.4.2 工艺技术路线选择焦炉气催化部分氧化法，是将焦炉气中的氧烃类（甲烷、乙烷等）进行部分氧化和蒸汽转化反应，在转化炉中首先发生H2、CH4与O2的部分氧化燃烧反应，然后气体进入催化剂层进行甲烷、乙烷等与蒸汽的转化反应。所以这个方法也称为自热转化法。生产原理可以简单解释为甲烷、蒸汽、氧混合物的复杂的相互作用： 第一阶段为部分氧化反应，主要是氢气与氧接触发生燃烧氧化反应生成H2O。该反应是剧烈的放热反应： 2H2 +O2 2H2O + 191.7千卡/克分子（1）第二阶段为水蒸汽和二氧化碳氧化性气体在催化剂的作用下，CH4进行蒸汽转179、化反应，该反应是吸热反应： CH4 + H2O CO+3H2 - 49.3千卡/克分子（2） CH4 + CO2 2CO+2H2 - 59.1千卡/克分子（3）上述两阶段的反应可以合并成一个总反应式如下： 2CH4 + CO2 + O2 3CO + 3H2 + H2O （4）由于第二个阶段反应是吸热反应，当转化温度越高时，甲烷转化反应就越完全，反应后气体中的残余甲烷就越低。甲烷部分氧化通常加入一定量的蒸汽，目的是避免焦炉气在受热后发生析炭的反应，使甲烷进行蒸汽转化反应，在转化反应的同时也起到抑制炭黑的生成：转化反应在有镍催化剂作用下，反应速度加快，反应温度降低，反应平衡温距减小到15，在960180、残余CH40.44%。5.6.4.3 主要设备的选择转化炉 焦炉气经转化炉触媒床反应后，CH4由26.52%转化为0.44%，操作压力为2.3MPa（A），温度为12001450。单台转化炉入口总干气量为： V=51474Nm3/h 空速取： V空=1150h-1 则催化剂量为：V/ V空=45m3炉直径取3.4m，则其催化剂床层高度为：45/0.7853.42=5m 转化炉尺寸规格： 340050005.6.4.4 工艺流程简述 自脱硫工段来的焦炉气（350、2.4MPa(A)），进入转化工段饱和塔内，与塔顶下来的循环热水接触，使焦炉气被水蒸汽饱和，使出塔气H2O/干气比达到0.591:1。181、饱和塔内循环的热水为本工段回收的工艺冷凝液。出饱和塔的混合气经蒸汽混合器 。 再进入加热炉 的一段预热器，温升至500，进入转化炉顶部喷嘴。空分送来的压力3.0MPa(A)的纯氧气及3.82MPa(G)次高压过热蒸汽（450）按比例进入混合罐中，由混合罐出来的H2O/O2比为1：1，比例混合，富氧气进入转化炉顶部喷嘴外层夹套，焦炉气蒸汽混合气与 富氧气经喷嘴喷出，H2和O2立即发生氧化反应，在炉膛顶部燃烧，火焰中心温度达10501150，高温气体随即向下进入转化催化剂床，发生转化反应： CH4 + H2O =CO + 3H2 Q此反应为吸热反应，根据设计计算，经催化床层出口混合气CH4含量降至182、0.5（V）,甲烷转化率97，转化炉出口温度约为950，压力2.26MPa(A),再依次进入高压废锅 、低压废锅 和锅炉给水加热器，转化气温度降为190，进入分离器分离出工艺冷凝液，再经脱盐水加热器 、水冷器 ，转化气温度降至40进入分离器、分离除去冷凝水后，送合成气压缩机升压去甲醇合成。饱和塔循环热水、脱盐水预热及副产蒸汽流程如下：饱和塔底出来的循环水少量排出用来排污保持水中总盐量平衡。循环热水经排污之后和冷凝液加压泵来的冷凝液混合经循环泵进入加热炉级（循环水预热段），循环热水被加热到228后进入饱和塔顶部使焦炉气得到饱和增湿，热水循环使用，工艺冷凝液中溶解的气体（CH4 、CO2、CO、H183、2、甲醇等）全部经饱和塔气化，重又进入混合气中，消除了有害气体对环境的污染，工艺冷凝液得到了再利用。 高、低压废锅用的锅炉给水来自工厂脱盐水站，经预热器预热后进入除氧器，除氧后的锅炉给水再经高压锅炉给水泵、低压锅炉给水泵分别泵送至高低压废锅中副产蒸汽。高压废锅副产4.0MPa(G)中压饱和蒸汽，经加热炉级加热至435过热蒸汽送至外管网。低压废锅副产0.3MPa(G)低压蒸汽送至外管网。5.6.5 压缩5.6.5.1 概述 本工段由两部分组成：焦炉气压缩及甲醇合成气压缩。焦炉气压缩是将常压下的焦炉气压至2.65MPa(A)送至NHD脱硫。合成气压缩是将来自转化的2.12MPa(A)的新鲜气及4.184、9MPa(A)的合成循环气压至5.3MPa(A)送至甲醇合成工段。5.6.5.2 工艺技术方案选择 压缩机的选择主要取决于装置的生产能力，气体的质量、气体的性质，通常往复式压缩机适用于压差大、流量小、气体质量差、分子量较小的气体压缩。但往复式压缩机单机打气量不宜太大，易损件多，占地较大、维修工作量大。相同打气量条件下，多台往复机与单台离心机相比，能耗高，投资省。离心式压缩机适用于打气量大、压差小，气体质量好的气体场合，具有单机打气量大，运转平稳无脉冲，维修少，无需备机，可用蒸汽透平驱动以提高能量转换、效率高等优点，世界上大型化工厂大气量气体的压缩都采用离心式压缩机，但是投资较高。5.6.5.2185、.1 焦炉气压缩机对于本工程的焦炉气由于成份较复杂，同时气体中含有焦油及粉尘，需求焦炉气出口压缩压力为2.65MPa（A），压差较大，气体的分子量也较小，为保证装置的安全运行，经方案比选，认为选用往复式压缩机较适宜，根据国内目前大型压缩机的技术水平，往复式压缩机的易损件如活塞环、活塞支撑环、活塞填料等寿命可达到8000小时，活塞杆和气缸套的寿命可达到24000小时，所以从技术和经济的角度考虑选用往复式压缩机七台，六台同时运转较为合理，一台为备机。5.6.5.2.2 合成气压缩机由转化来的转化气压力为2.1MPa(A)，甲醇合成需要的压力为5.3MPa(A)，气量大、压差较小，同时本装置的生产能186、力为20万t甲醇，国内已有成功的合成气压缩机运行经验，因此本工程选用单台离心式压缩机。5.6.5.3 主要设备的选择1）焦炉气压缩机采用往复式压缩机，电机驱动，三开一备进气压力：0.105MPa(A)排气压力：2.65MPa(A)单台打气量：20000 Nm3/h电机功率：3200kW，10kV2）合成气压缩机采用蒸汽透平驱动离心式压缩机1台进气压力：2.1MPa(A)排气压力：5.3MPa(A)排气量：452589 Nm3/h5.6.6 甲醇合成5.6.6.1 概述 现行的工业化甲醇合成工艺基本上是气相合成法。从60年代至今，除了在反应器的放大上及催化剂的研究方面有些进展外，其合成工艺基本上187、没有大的突破。鉴于气相合成存在的一系列问题，从70年代起人们把甲醇合成工艺研究开发的重点转移到液相合成法，并且初步实现了工业化的生产。进入90年代后我国也将开发高效节能的合成甲醇工艺和装置列为技术开发的重点。甲醇合成的原料气主要是CO、CO2、H2及少量的N2和CH4，早期主要是以煤为原料制造。进入40年代以后随着天然气的大量发现，以煤为原料的甲醇生产受到冷落。但是在南非以煤为原料的甲醇工业化生产从未间断过。考虑到未来能源的发展及环境保护等方面的因素，以煤为原料的甲醇生产工艺又重新受到人们的重视。现在许多公司都以天然气、煤或重油为原料来生产甲醇，所用的催化剂基本上是以铜和氧化锌为主加入铝或铬的188、氧化物。工艺设备也大同小异，差异之处是在反应器的设计和操作单元的组合上。气相法工艺流程主要有以下几种。 1）ICI低压甲醇合成流程 由H2、CO、CO2及少量CH4组成的合成气经过变换反应以调节CO/CO2比例，然后用离心压缩机升压到5MPa，送入温度为270冷激式反应器，反应后的气体进行冷却分离出甲醇，未反应的气体经压缩升压与新鲜原料气混合再次进入反应器，反应中所积累的甲烷气作为驰放气返回转化炉制取合成气。低压操作意味着出口气体中的甲醇浓度低，因而合成气的循环量增加。但是，要提高系统压力，设备的压力等级也得相应提高，这样将会造成设备投资加大和压缩机的功耗提高。 热稳定性和温度分布是反应器设计189、的两个至关重要的参数，所以设计时应该使反应气体分布尽可能均匀，以防止催化剂床层局部加热，导致催化剂烧结失活。同时还要考虑到开车时的升温设施以及催化剂装卸的方式。 低压工艺生产的甲醇中含有少量水、二甲醚、乙醚、丙酮、高碳醇等杂质，需要蒸馏分离才能得到精甲醇。 日本三菱瓦斯公司（Mitsubishi Gas Chemical）也提出了与ICI类似的MGC低压合成工艺，使用的也是铜基催化剂，操作温度和压力分别为200280与515MPa。反应器为冷激式，外串一中间锅炉以回收反应热。该流程以碳氢化合物为原料，脱硫后进入500的蒸汽转化炉，生成的合成气冷却后经离心压缩与循环气体相混合进入反应器。 分段冷190、激虽然可使反应器内的催化剂床温度趋于均匀，避免了反应中局部温度过高烧坏催化剂，但同时也降低了反应器单位体积的转化率，造成循环气量增加，压缩功耗加大，反应热的回收利用效率也降低。 2）Lurgi低压甲醇合成工艺 Lurgi低压甲醇合成工艺与ICI的最大区别是，它采用列管式反应器，CuO/ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热供给壳程中的循环水以产生高压蒸汽，反应温度由控制反应器壳程中沸水的压力来调节，操作温度由操作反应器壳程中沸水和压力来调节，操作温度和压力分别为250260和56MPa。合成气由甲烷、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法制取，它与循环气一起压缩，预热后进入反应器。Lurgi工艺可191、以利用反应热副产一部分蒸汽，能较好地回收能量，其经济性和操作可靠程度要好一些。 3）TEC的新型反应器 甲醇合成工艺一般由造气、净化、合成（转化）及分馏4个主要部分构成。而合成部分的反应器对于提高原料气的转化率，降低压缩功耗及控制产品的质量更为重要。但是多年来反应器的设计基本上是ICI冷激式和Lurgi列管式，一直没有大的突破，直到进入90年代以后TEC公司才在此方面向前迈进一步。该公司开发的MRF-Z新型反应器的基本结构是反应器为圆筒状，有上下两个端盖，下端盖可以拆卸以方便催化剂装填和内部设施检修；反应器内装有一直径较小的内胆用以改变物料流向；反应器的中心轴向安装一带外壳的列管式换热器，换热192、器的外壳上开有直径小于催化剂颗粒的小孔，换热器内管束间设有等距离的折流挡板，以使原料气体在管间均匀分布，沿径向从外壳上的小孔流出，管束内通过反应的高温气体。反应器内还有沿轴心均布的冷却管束和催化剂托架。冷却管束为双层同心管，沸水从内管导入内外管间的环隙吸收反应热后生成高压蒸汽驱动蒸汽透平；催化剂填装在反应器内零部件的空隙当中。物料流向是冷的合成气从反应器的上下两个端口同时进入换热器的管束间，受折流板的作用沿径向通过催化剂床层，在催化剂的作用下进行合成反应，反应后温度较高的气体折入催化剂托架与内胆的环隙间，从内胆的下部返回换热器的管束内，在此与温度较低的原料气换热，然后沿着内胆与反应器壁的环隙间193、从反应器的底部流出。 由于气体沿径向流动催化剂床层压降小，气体循环所需要的动力大幅度减少，反应器制作时轴向长度可以加大，由于反应器内设有换热器和冷却器易于使催化剂床层的温度均匀一致，甲醇生成的浓度和速度可大幅度提高，反应温度容易控制，催化剂用量减少，反应器的结构紧凑。据TEC称，该装置易于从现在的25002800t/d放大到5000t/d，并且已在我国某厂得到采用。但是，此项工艺的反应器内部结构复杂，零部件较多，其长期运行的稳定性及发生故障后检修的难易程度等，还有待于在使用中考察。 4）国内甲醇合成工艺华东理工大学经多年的研究，获得国家专利技术绝热等温甲醇合成反应器。已成功应用于鲁南化肥厂年产194、10、24万t甲醇和巨化年产15万t甲醇。它采用列管式反应器，CuO/ZnO基催化剂装填在列管式固定床中，反应热供给壳程中的循环水以产生高压蒸汽，反应温度由控制反应器壳程中沸水的压力来调节，操作温度由操作反应器壳程中沸水和压力来调节，操作温度和压力分别为250260和56MPa。它同Lurgi低压甲醇合成最大的不同之处是甲醇塔上部装有一定高度的甲醇催化剂绝热床。 因此，本流程采用低压工艺流程，甲醇合成塔采用华东理工大学专利技术绝热等温甲醇合成反应器。 在投资和综合技术经济指标方面都具有显著优势。因而本装置采用国际上先进的低压甲醇合成技术，合成塔采用绝热等温甲醇合成反应器。本工程在XXX建厂，考195、虑将来设备的运输及节能，选用两台合成塔。5.6.6.2 主要设备的选择 本装置甲醇合成塔采用华东理工大学专利技术绝热等温甲醇合成反应器,工艺计算如下： 入塔合成气量: 226300Nm3/h(单台塔)，温度220，压力5.3MPa(A)。选用南化公司研究院生产的 C302甲醇合成催化剂，空速取8500h-1(催化剂的适宜空速为600020000 h -1)。则催化剂装填量为：VK226300/8500=26.62m3采用442，长L=6m的双相钢列管，列管数n=2980根。催化剂装填量为29 m3。合成塔规格为340013840甲醇催化剂使用寿命，保证二年。5.6.6.3 工艺流程简述 来自甲196、醇合成气压缩机的合成气（5.3MPa(A)），经过入塔气预热器（AB）加热到220，进入甲醇合成塔（AB）内，甲醇合成气在催化剂作用下发生如下反应： CO+2H2=CH3OH+Q CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q 甲醇合成塔为列管式等温反应器，管内装有甲醇合成催化剂，管外为沸腾锅炉水。 反应放出大量的热，通过列管管壁传给锅炉水，产生大量中压蒸汽（2.5MPa饱和蒸汽），减压后送至蒸汽管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定，且反应温度也可通过副产蒸汽的压力来调节。 甲醇合成塔（AB）出来的合成气（241，5.1MPa），经入塔气预热器（AB），甲醇水冷器（A，B），进入甲醇分离器，粗197、甲醇在此被分离。分离出的粗甲醇进入甲醇膨胀槽闪蒸，被减压至0.4MPa后送至粗甲醇罐，然后泵送至精馏装置。甲醇分离器分离出的混合后去合成气压缩机。 从甲醇分离器出来的循环气在进入压缩段前排放一部分弛放气，以保持整个循环回路惰性气体恒定。弛放气与甲醇膨胀槽顶部排出的膨胀气都去转化系统作为燃料被消耗。 合格的锅炉给水来自转化工段（133，4.5MPa）；循环冷却水来自界区外部。汽包排污，经排污膨胀槽膨胀减压后就地排放。5.6.7 甲醇精馏5.6.7.1 概述5.6.7.1.1 装置设计规模本装置精馏甲醇主要由预精馏塔、加压精馏塔、常压精馏塔和气提塔组成。5.6.7.1.2 生产方法、流程特点本装置198、采用节能型三塔精馏流程，与双塔流程相比较，其主要区别在于三塔流程采用两个主精馏塔，一个加压操作（0.60.7MPa），一个常压操作，用加压塔塔顶蒸汽冷凝热作常压塔塔底再沸器热源，从而可减少蒸汽消耗和冷却水消耗，能耗比双塔流程低1020。三塔流程的特点是：能生产高纯度无水甲醇（甲醇含量可达到99.95以上）；同时不增加甲醇的损失量，甲醇回收率可达99以上；在不增加甲醇损失量的基础上，从甲醇产品中分出有机杂质，特别是乙醇；能合理利用热能。因此，本工程采用三塔流程。5.6.7.2 主要设备的选择本装置的主要设备是预精馏塔、加压精馏塔和常压精馏塔，均选用填料塔。a）预精馏塔填料塔规格为：1800274199、00，操作温度：84，操作压力：0.08MPa内装三层填料（TJW3型，堆积密度为220kg/m3），共计41m3。b）加压精馏塔填料塔规格为：200036550，操作温度：127，操作压力：0.61MPa内装四层填料（TJ50型，堆积密度为230kg/m3），共计77m3。c）常压精馏塔填料塔规格为：280044500，操作温度：115，操作压力：0.07MPa内装五层填料（TJW3型，堆积密度为220kg/m3），共计131m3。5.6.7.3 工艺流程简述 来自甲醇合成装置的粗甲醇（40，0.4MPa），通过预塔进料泵，经粗甲醇预热器加热至70，进入预精馏塔，预塔再沸器用0.4MPa(A200、)的低压蒸汽加热，低沸点的杂质如二甲醚等从塔顶排出，冷却分离出水后作为燃料气；回收的甲醇液通过预塔回流泵作为该塔回流液。预精馏塔底部粗甲醇液经加压塔进料泵进入加压精馏塔，加压塔再沸器以1.3MPa(A)低压蒸汽作为热源，加压塔塔顶馏出甲醇气体（0.66MPa(A),122）经常压塔再沸器后，甲醇气被冷凝，精甲醇回到加压塔回流槽，一部分精甲醇经加压塔回流泵, 回到加压精馏塔作为回流液，另一部分经加压塔甲醇冷却器冷却后进入精甲醇计量槽中。加压精馏塔塔底釜液（0.6MPa(A)，125）进入常压精馏塔，进一步精馏。常压塔再沸器以加压精馏塔塔顶出来的甲醇气作为热源。常压精馏塔顶部排出精甲醇气（0.13201、MPa(A)，67），经常压塔冷凝冷却器冷凝冷却后一部分回流到常压精馏塔，另一部分打到精甲醇计量槽内贮存。 产品精甲醇由精甲醇泵从精甲醇计量槽送至甲醇罐区装置。 为防止粗甲醇中含有的甲酸、二氧化碳等酸性物质腐蚀设备，在预塔进料泵后的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液，用来调节粗甲醇溶液的PH值。 甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去燃料气系统。 由常压塔中下部取出的杂醇馏份，经杂醇馏份冷却器送往杂醇馏份槽，然后去销售或与预精馏塔顶馏份一起经气提塔给料槽送至气提塔，塔顶馏出的甲醇气体经气提塔冷凝器，一部分作为回流液返回气提塔，另一部分送到预塔回流槽，进行再次精馏；塔底废水经废水冷却器冷却至40后，由废水泵202、送到生化处理装置。 在生产中，不合格的常压精馏塔废水可送到气提塔，进一步气提，回收甲醇，送回系统。5.6.8 甲醇罐区本装置选用两台各10000m3的固定顶贮罐，贮存量按20天产量计。同时甲醇装卸栈台共设有13台火车鹤管和4台汽车鹤管。5.6.9 工艺主要设备一览表主要设备一览表 空分序号设备名称型号及规格单位数量材料备注1透平式空压机排出流量：73000Nm3/h 台1碳钢和不锈钢(蒸汽透平)吸入温度：30，出口温度：105吸入压力：0.097MPa(A)，出口压力：0.625MPa(A)转速：6832rpm附：放空消声器台1碳钢2中间空气冷却器管程：循环水：温度：3240，管程压力：0.5203、0.4MPa(A)台2碳钢壳程：空气：温度：11040空气增压机 （蒸汽透平）台1碳钢和不锈钢3空气增压机进气 流量26400Nm3/h 进口温度：29出口温度：40进口压力：0.48MPa(G)出口压力：5.8MPa(A)蒸汽透平驱动4增压中间空气管程：循环水：温度：3240，台2碳钢冷却器管程压力：0.50.4MPa(A)壳程：空气：温度：110405增压末段空气管程：循环水：温度：3240，台1碳钢冷却器管程压力：0.50.4MPa(A)壳程：空气：温度：14040；P=5.8MPa(G)6汽轮机（全凝式）汽轮机：功率：10400kW套1碳钢和不锈钢附：凝结水泵功率：30.0kW台2附：204、主抽气器台1附：启动抽气器台1附：蓄能器台1附：疏水膨胀水箱台17润滑油系统附：主辅电动油泵 功率：37kW套1附：事故油泵功率：11kW台2油冷却器台1碳钢油加热器：功率：15kW台1碳钢排风机：功率：1.5kW台2碳钢油箱台1碳钢高位油箱台1碳钢8冷凝器管程：循环水：温度：3242，台1碳钢管程压力：0.50.4MPa(A)海军铜管壳程：蒸汽：温度：140409QD电动双梁桥式主钩起重量20t； 台1起重机副钩起重量5t跨度：19.5m起升电机：主钩：26kW；副钩:17kW运行电机：大车：6.3kW；小车:4kW10空气过滤器规格：600052008500台1（脉冲式）处理量：2800N205、m3/min效率99（尘埃直径2m）工作温度：-20+60工作阻力：300800Pa11增压透平膨胀机组膨胀机流量及调节范围： 台2组合件8000Nm3/h（30%）进气压力:0.853MPa(A),排气压力:0.14MPa(A)进气温度: -106，排气温度: -165.4膨胀机绝热效率：86%增压机流量：8000Nm3/h进气压力:0.59MPa(A),排气压力:0.89MPa(A)增压空气冷却后的温度：40增压机绝热效率：82%附：膨胀机电动油泵 功率：5kW台2转速：1500rpm油箱加热器功率：3kW 台112蒸汽加热器规格：1200;L=5000mm台1碳钢壳程温度：170，管程压206、力：0.13MPa(A)管程温度：200，壳程压力：1.20MPa(G)换热面积：300m213电加热器规格：816X8;L=4200mm台1碳钢壳程温度：170220，管程压力：0.13MPa(A)功率：375kW14增压空气冷却器规格：600x800台2碳钢管程：循环水：温度：3240，管程压力：0.50.4MPa(A)壳程温度：150，壳程压力：0.89MPa(A)换热面积：60m215主换热器板翘式组2铝合金60001200120016液氧换热器板翘式组1铝合金50001200150017液氮液空过冷器板翘式组2铝合金规格：22001200120018常温水泵流量：Q=190m3/h，207、扬程H=50m台2附：电机 功率：37kW，转速：1450rpm19低温水泵流量：Q=45m3/h，扬程H=100m台2附：电机功率：22kW，转速：2900rpm20液氧泵流量：Q=14500Nm3/h(折合气态)台2铜合金调节范围：75105%不锈钢进口压力：0.16MPa(A)出口压力：2.7MPa(A)附：电机 功率：60kW21工艺液氩泵流量：Q=600L/min台1扬程：125m介质：液氩附：电机 功率：30kW22空气冷却塔填料塔台1碳钢直径：2600，塔高：H=23200mm填料：阶梯环：90451.2-SS; 5.4m3共轭环76762.6-PP; 17m3聚丙烯共轭环373208、81.5II-PP; 52m3聚丙烯23水冷却塔填料塔台1碳钢直径：2600，塔高：H=17500mm填料：聚丙烯共轭环37381.5II-PP; 52m324下塔筛板塔台1铝合金直径：263618塔高：H=12850mm操作压力：0.59MPa(A)操作温度：-173-177.625主冷凝蒸发器 规格：382814;H=5710mm台1铝合金26上塔填料塔台1铝合金直径：261010塔高：H=34000mm规整填料：操作压力：0.14MPa(A)操作温度：-179-19427粗氩塔I填料塔台1铝合金直径：180016000mm常压28粗氩塔II填料塔台1铝合金直径：180047040mm粗氩209、冷凝器规格：38004995mm台1铝合金常压29纯氩塔填料塔台1铝合金直径：42018150mm粗氩冷凝器铝合金规格：31102520mm30分子筛吸附器350016，L=11200台2筒体：碳钢处理流量：82500Nm3/h 切换周期：4小时操作压力：0.625MPa(A)操作温度：1623再生气量：15000Nm3/h 再生温度：170/220活性氧化铝：35分子筛：13X-APG台231氮气球罐7300; V=200m3台1操作压力：0.5Mpa(A)32液氧贮槽 （真空粉末绝热贮槽）台1外筒：碳钢2800/340017570（T-T）内筒：不锈钢 V=100m3设计参数:1.0MPa210、；-196介质：液氧33液氩贮槽（真空粉末绝热贮槽）台1外筒：碳钢2800/340017570（T-T）内筒：不锈钢 V=100m3设计参数:1.0MPa；-196介质：液氧34冷冻机组螺杆式组1组合件制冷量：500,000kcal/h外型：354315882102附电机功率130kW 380V35总放空消声器1296119612000mm台1碳钢36残液喷射蒸发器台1铝合金37手动单轨小车其重量：3t台1主 要 设 备 一 览 表 脱硫序号设备名称设备规格单位数量材料备注1脱硫塔填料塔台1碳钢、不锈钢规格：220047000内装五层填料聚丙烯，38131.2每层：6000mmVk=114.0211、4m3操作温度：25操作压力：2.65MPa物料名称：焦炉气，NHD溶液2再生塔填料塔台1碳钢，不锈钢规格：200040000内装三层填料（QH-1型扁环）DN50170.7每层：6000mmVk=45.80m3操作温度：147操作压力：0.09MPa物料名称：NHD溶液3贫富液换热器板翅式换热器台1不锈钢换热器面积：2900m2贫液进出口温度：96/38富液进出口温度：30/864贫富液换热器II板翅式换热器换热面积：2842m2贫液进出口温度：146/96富液进出口温度：86/1355贫液水冷器规格：列管式台1碳钢列管：192F=1380m2操作温度：壳程：40/25管程：17/27操作压212、力：壳程：0.5/0.2MPa管程：0.5/0.4MPa物料名称：壳程：NHD贫液管程：新鲜水6再生气水冷器规格：列管式台1碳钢、不锈钢列管：192F=260m2操作温度：壳程：32/42管程：111/40操作压力：壳程:0.5/0.4MPa管程：0.09/0.08MPa物料名称：管程：再生气体壳程：循环水7蒸汽煮沸器规格：列管式台1碳钢列管：192F=1930m2操作温度：壳程：190管程：147操作压力：壳程：1.3/1.2MPa管程：0.1/0.09MPa物料名称：管程：NHD溶液壳程：水蒸汽8汽液分离器规格：18002500台1碳钢V=6.4m3操作压力：2.6MPa(G)操作温度：2213、5物料名称：焦炉气9闪蒸槽规格：24009500台1碳钢、不锈钢V=43.0m3内设折流板13块操作压力：0.9MPa(G)操作温度：30物料名称：NHD富液10回流水槽规格：20004800台1碳钢V=15m3操作压力：0.07MPa(G)操作温度：40物料名称：回流水11溶液地下槽规格：250025003000台1水泥V=16m3操作压力：常压操作温度：40物料名称：溶液12溶液储槽规格：500012700台1碳钢V=250m3操作压力：常压操作温度：40物料名称：NHD溶液13放空气体分离器规格：500/800台1碳钢操作压力：常压操作温度：30物料名称：放空气14富液分离槽规格：200214、05000台1碳钢V=16m3操作压力：0.75MPa(G)操作温度：80物料名称：NHD溶液15酸性气体分离器16004000mm16贫液泵I离心泵台2铸钢流量：Q=450m3/h扬程：H=50m配防爆电机功率：100kW电压：380V物料名称：NHD贫液17回流泵离心泵台2不锈钢流量：Q=4.5m3/h扬程：H=54m配防爆电机功率：2.5kW物料名称：回流液18溶液地下槽泵液下泵台1碳钢流量：Q=5m3/h扬程：H=10m配防爆电机功率：5.5kW物料名称：溶液液下深度1.5m19补液泵离心泵台1铸钢流量：Q=100m3/h扬程：H=30m配防爆电机功率：15kW物料名称：回流液20贫液215、泵II离心泵台2铸钢流量：Q=450m3/h扬程：H=302m配防爆电机功率：520kW供电电压：10kV物料名称：NHD贫液21铁钼加氢预转化器规格：20005000台215CrMoV=15m3操作压力：2.55MPa(G)操作温度：350物料名称：焦炉气催化剂：铁钼加氢转化催化剂22铁钼加氢转化器规格：28009000台115CrMoVk=55m3操作压力：2.55MPa(G)操作温度：350物料：焦炉气催化剂：铁钼加氢转化催化剂22锰矿脱硫槽规格：32009000台315CrMoV=72m3操作压力：2.5MPa(G)操作温度：350物料名称：焦炉气催化剂：锰矿脱硫剂23氧化锌脱硫槽规格216、：19005000台215CrMoV=12.5m3操作压力：2.45MPa(G)操作温度：350物料名称：焦炉气催化剂：氧化锌脱硫剂24消音器Q=10000Nm3/h台1碳钢、不锈钢排放温度：25排放压力：0.6MPa（A）QH-KHP-2不锈钢扩散缓冲型筒体为碳钢25焦炉气压缩机单台打气量：正常18200 Nm3/h台4 最大 20000 Nm3/h操作介质：焦炉气、脱硫闪蒸汽 进口 出口操作温度（） 40 135操作压力（MPaA）0.105 2.7附：电机功率：3200kW 电压10kV26气柜气柜台1规格：26500 H=34220工段温度：30工作压力：4000Pa(G)容积： 10217、000m327气液分离器I台128气液分离器II台1主 要 设 备 一 览 表 转化装置序号设备名称设备规格单位数量材 料备注1加热炉总热负荷Q=49.66106kCal/h台1CS/铬钼钢/SS型式：两辐射段，一对流段：辐射段混合气预热段：173.8590循环热水加热段:143.34229.6对流段高压蒸汽过热段：281480焦炉气加热段：25.6350空气预热段：25120 2转化炉规格：34005000 触媒45m3 台1壳体16MnR操作温度:11501200内件操作压力:2.36MPaAIncoloy825/设备保温厚度：复合硅酸盐80mm0Cr18Ni9衬里: 重质浇注料刚玉砖3饱218、和塔规格:220015055 台10Cr18Ni9操作温度:229.600Cr17Ni14Mo2操作压力:2.46MPaA4高压废锅规格:2200/200013700台116MnR.15CrMoR列管:384.515CrMo操作温度: 壳程 281.3-480 管程 950-290操作压力:壳程 6.4MPaG 管程 2.26MPaA物料: 壳程 过热蒸汽 管程 转化气5低压废锅规格:1600/2200 F=1269.3m2台116MnR+列管:192 L=60000Cr18Ni10Ti操作温度:壳程104-146 管程 182.4-149.8操作压力:壳程 0.3MPaG 管程 2.24MP219、aA物料: 壳程 低压饱和蒸汽 管程 转化气6锅炉给水加热器规格:1400 F=863.84m2台116MnR+列管:192 L=60000Cr18Ni10Ti操作温度:壳程150-138 其中不锈钢重 管程 104-142 操作压力:壳程 2.22MPaA 管程 7.7MPaG物料: 壳程 转化气 管程 锅炉给水7脱盐水加热器规格:800 F=225.9m2台116MnR+列管:192 L=45000Cr18Ni10Ti操作温度: 壳程 40-98 其中不锈钢重 管程 139-107操作压力:壳程 0.5MPaG 管程 2.19MPaA物料: 壳程 脱盐水 管程 转化气8水冷器规格:1200220、x F=515.4M2台116MnR/304列管:192 L=4800其中不锈钢重操作温度: 壳程 32-42 管程 111.3-40操作压力: 壳程 0.4MPaG 管程 2.16MPaA物料: 壳程 循环水 管程 转化气9气水分离器规格:1800 V= 20m3台116MnR操作温度；153.60Cr18Ni10Ti操作压力：2.19MPaA 物料：转化气/冷凝水10气水分离器规格: 16008台116MnR操作温度；111.90Cr18Ni10Ti操作压力：2.16MPaA 物料：转化气/冷凝水11气水分离器规格: 1400 V=18 m3台116MnR操作温度；400Cr18Ni10T221、i操作压力：2.13MPaA 物料：转化气/冷凝水 12除氧器XMC150D-0-0台1Q235-B规格: 30208500 处理能力:150t/h操作温度：104 操作压力：0.12MPaA 物料：水蒸汽/水13加药罐规格: 14001200 V=1.85m3台10Cr18Ni9操作温度：100 操作压力：常压 物料：磷酸三钠水溶液 14排污闪蒸罐规格:12002000 V=2.26m3台1Q235-B操作温度：140143 操作压力：0.4MPaA 物料：低压饱和蒸汽/凝结水15混合罐规格: 16002600 V=6m3 台116MnR+操作温度：265 0Cr18Ni10Ti操作压力：2222、.5MPaA 物料：氧气/次高压过热蒸汽16空气过滤器规格:14002000 V=3m3台1Q235-B 操作温度：25 操作压力：0.106MPaA 物料：空气17夹套冷却水槽规格:14001600 V=2.2m3台1Q235-B操作温度：40-98 操作压力：常压物料：脱盐水18加药罐规格:14001200 V=1.85m3台10Cr18Ni9操作温度：100 操作压力：常压 物料：药液19弛放气缓冲罐规格: 30005500 V=46.5m3台1CS/304操作温度：40 操作压力：0.15MPaA 物料：弛放气20汽包规格: 220010000 V=38m3台118MnMoNbR操作温223、度：281 20操作压力：6.4MPaG 物料：高压饱和蒸汽21弛放气球罐规格:7100 V=187m3台116MnR操作温度：40 操作压力：2.5MPa(G)物料：弛放气22高压锅炉给水泵DG160-1206台2流量：136.4m3/h 扬程: 760m操作温度：104 泵入口压力: 0.12MPaA防爆电机 N=560kW r=2950 电压 10kV物料：锅炉给水23低压锅炉给水泵DG25-503台2流量：24m3/h 扬程; 118m操作温度：104 防爆电机 N=30kW r=2950 物料：锅炉给水24热水循环泵流量：130m3/h 扬程: 35m台2操作温度：128.3141.224、3泵入口压力: 2.47MPaA防爆电机N=15kW r=2950电压 380V物料：热水25冷凝液加压泵IR80-50-200A台2碳钢流量：50m3/h 扬程: 56m操作温度：40101.4 泵入口压力: 2.13MPaA防爆电机 N=11kW r=2900 电压 380V物料：冷凝液26加药泵双缸隔膜式泵2JX2.5/12.5A-台1流量：0.02m3/h（单缸）操作温度：85 泵入口压力: 0.01MPaG出口压力: P1=7.0MPaG,P2=0.58MPaG防爆电机 N=0.55kW r=2900 电压 380V物料：药液27加药泵单缸柱塞泵JX1.0/40A-台10.55-44225、P流量：0.02m3/h操作温度：85 泵入口压力: 0.01MPaG出口压力: P=0.65MPaG防爆电机 N=0.55kW r=2900 电压 380V物料：药液28夹套水泵IR50-32-200台1碳钢流量：7.5m3/h扬程: 22m操作温度：40-98泵入口压力: 0.12MPaA防爆电机 N=3kW r=2950 电压 380V物料：脱盐水31空气鼓风机G4-73No11D台2风量: 64000m3/h 风压: 366mmH2O柱操作温度：常温防爆电机：Y280M-4 N=55kW 电压 380V物料：空气32引风机Y4-73No16D台2风量: 116410m3/h, 风压: 226、101mmH2O柱操作温度：100150防爆电机：Y315S-8 N=55kW 物料：烟气33烟囱台1CS主要设备一览表 甲醇合成序号设备名称型号及规格单位数量材料备注1入塔气预热器列管式、立式台215CrMoR+ 规格：1400161110Cr18Ni9列管：192，L=12000其中：SSn=2248根F=1594m2操作温度：壳程：45/220 管程：255/88操作压力：壳程：5.3/5.15MPa 管程：5.15MPa设计温度： 壳程：240管程：270设计压力：壳程：5.7MPa 管程：5.7MPa物料名称：壳程：入塔合成气管程：出塔合成气2甲醇水冷器列管式、卧式台216MnR+规227、格：140091080Cr18Ni10Ti列管：192，L=6000n=2557根F=8222m2操作温度： 壳程：32/42管程：88/40 操作压力：壳程：0.5/0.4MPa 管程：5.15MPa设计温度： 壳程：70 管程：100设计压力：壳程：0.6MPa 管程：5.5MPa物料名称：壳程：冷却水 管程：甲醇合成气3甲醇合成塔管式反应器：台220MnMoNi55规格：340013840/SAF2205列管：442，L=6000n=3258根F=2605m2操作温度： 壳程：250 管程：200/265操作压力：壳程：5.1/3.9MPa 管程：5.3/5.15MPa设计温度： 壳程：228、270管程：275设计压力：壳程：5.6MPa 管程：6.5MPa物料名称：壳程：沸腾锅炉水 管程：甲醇合成气合成塔列管内装C302触媒：VK1=24.6m3；绝热层内装C302触媒：VK2=6.36m3；惰性氧化铝球：8， VK3=7.25m316，VK5=9.0m34水洗塔规格：4008350台1碳钢内装规整丝网波纹填料350Y，VK=0.5m3/0Cr18Ni9操作压力：4.85MPa操作温度：40 物料名称：弛放气、粗甲醇5汽包规格：14004818台216MnRV=7.52m3操作压力：2.5/3.8MPa操作温度：223/250 物料名称：水、水蒸汽6甲醇分离器规格：2400102229、78，V=35.6m3台116MnR+操作压力：4.85 MPa0Cr18Ni9操作温度：40 物料名称：粗甲醇、合成气7甲醇膨胀槽规格：22007475，V=25.9m3台116MnR操作压力：0.4MPa操作温度：40 物料名称：粗甲醇、闪蒸气8缓冲罐规格：18004700，V=8m3台116MnR操作压力：5.15MPa操作温度：71 物料名称：甲醇合成气9排污膨胀槽规格：12003481，V=3.0m3台1Q235-B操作压力：常压操作温度：145 物料名称：锅炉排废水10蒸汽喷射器规格：220/355/355x2074台215CrMo操作压力：3.8 MPa/16Mn操作温度：250230、/430 物料名称：中压蒸汽、锅炉水11合成气压缩机处理气量：新鲜气：83100Nm3/h台1组合件合成循环气：374000Nm3/h操作介质：合成新鲜气、合成循环气 进口 出口操作温度（） 40 40操作压力（一段）(MPaA) 2.1 4.9操作压力（二段）(MPaA) 4.9 5.3附蒸汽透平 功率5400kW主 要 设 备 一 览 表 甲醇精馏序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1预精馏塔180027400台1碳钢填料塔不锈钢填料2加压精馏塔200037500台1碳钢填料塔不锈钢填料3常压精馏塔280044500台1碳钢填料塔不锈钢填料4汽提塔800/60013750台1碳钢填料塔231、不锈钢填料5粗甲醇预热器U型列管式 4004208台116MnR/不锈钢列管：192，n=164根 F=29m26预塔冷凝器U型列管式 12008650台116MnR/不锈钢列管：252.0， n=1102根F=514m27膨胀气冷却器列管式 9005865台116MnR/不锈钢列管：192，L=4500n=988根 F=260m28预塔再沸器列管式 10005400台116MnR/不锈钢列管：252.5，L=3000 n=749根 F=170m29加压塔再沸器列管式 16006008台116MnR/不锈钢列管：192，L=3000 n=3339根 F=575m210加压塔精甲醇列管式 600232、7535台1碳钢冷却器列管：192，L=6000 n=430根 F=153m211常压塔再沸器列管式 18009640台2碳钢列管：192，L=6000 n=4247根 F=1489m212常压塔冷凝列管式 18008673台116MnR/碳钢冷却器列管：192，L=6000 n=4186根 F=1467m213废水冷却器列管式 4005401台116MnR/20R列管：192，L=4500n=174根 F=45.5m214汽提塔冷凝器列管式 4003780台116MnR/20R列管：192，L=3000 n=174根 F=30m215杂醇馏份冷却器列管式 4003831台116MnR /碳钢233、列管：192，L=3000 n=174根 F=30.5m216加压塔进料列管式，三台串接 台116MnR/20R预热器3450 6000列管：192，L=6000F=249m2（三台合计）17粗甲醇贮罐75007500台2碳钢V=322m318碱液槽14002000台1碳钢V=3m319配碱液槽14002000台1碳钢V=3m320预塔回流槽600/20007300 台1碳钢V=12.7m3U型管冷却器规格：列管：252.5，L=3000n=80根，F=18m221加压塔回流槽600/24007335 台116MnR/碳钢V=24.5m3U型管冷却器规格：列管：252.5，L=3000n=80234、根，F=18m222常压塔回流槽20005600台120RV=19.8m323排放槽30008644台116MnRV=55.7m324精甲醇计量槽52005200台2碳钢V=110m325甲醇地下槽12003470 台1碳钢V=3.45m326废水槽14003600台1碳钢V=6.3m327杂醇馏份槽22005600台1碳钢V=24m328汽提塔给料槽22005600台1碳钢V=24m329废水自吸槽3001600台1碳钢V=0.05m330预塔进料泵Q=55m3/h H=70m 台2不锈钢31碱液泵Q=0.3m3/h P出=0.5MPa 台2不锈钢32预塔回流泵Q=30m3/h H=53m 235、台2不锈钢33加压塔进料泵Q=47m3/h H=98m 台2不锈钢34加压塔回流泵Q=73m3/h H=60m 台2不锈钢配防爆电机37kW, 2900r.P.m 35常压塔回流泵Q=75m3/h H=80m 台2不锈钢36汽提塔进料泵Q=4.3m3/h H=43m 台2不锈钢37精甲醇泵Q=45m3/h H=60m 台2不锈钢38洗涤液泵Q=0.5m3/h P出=4.5MPa 台2不锈钢39地下槽泵Q=3.5m3/h H=37m 台1不锈钢配防爆电机4kW, 2900rPm40废水泵Q=4.2m3/h H=58m 台2不锈钢41喷淋水循环泵Q=50m3/h H=40m 台2不锈钢42配碱泵Q236、=12.5m3/h H=20m 台1不锈钢主 要 设 备 一 览 表 甲醇罐区序号名 称型号及规格单位数量材 料备 注1精甲醇贮槽规格：3000015850 台2Q235-BV=10000m3操作压力：0.102MPa操作温度：40 物料名称：甲醇2甲醇地下槽规格：12003466 台116MnRV=3.45m3操作压力：0.102MPa操作温度：40 物料名称：粗甲醇3精甲醇泵流量：Q=140170m3/h 台2不锈钢扬程：H=50m带防爆电机功率：37kW 台2介质：甲醇4地下槽泵液下泵台1不锈钢流量：Q=3.69m3/h 扬程；H=37m带防爆电机功率：4kW 台15喷淋冷却水泵离心水泵237、台2碳钢流量：Q=240m3/h 扬程；H=46m配防爆电机功率：55kW2电机转速：2950r.p.m 6甲醇火车鹤管DN100，PN1.6MPa台6碳钢7甲醇汽车鹤管DN100,PN1.6MPa台4碳钢6. 公用及辅助设施6.1 焦化工程总图运输 XXX煤焦化综合利用二期工程220万吨/a焦化工程的厂址由建设单位确定在XXX临涣矿区。厂址东面是拟建的发电厂区，南侧紧邻小湖集编组站，北面为拟建的20万吨甲醇厂区。工程用地面积约为32.6hm2。 该厂址自然地面标高在28.0 m28.5 m之间。工程用地范围内大部分为荒地及可拆除建、构筑物，地下无采空区及矿藏。 由于厂址南侧紧邻小湖集编组站，238、东距洗煤厂约1.0km相邻，因此具有较好的铁路运输及皮带运输的条件。 该地区常年主导风向：冬季：东北风；夏季：西南风；全年：东北风。6.1.1 总平面布置本设计总平面系按最终建设455孔JN60型单热式焦炉及相应干熄焦设施为主体进行配套布置的。6.1.2 车间组成该工程是由生产设施、辅助生产设施以及行政和生活设施三大部分组成。备煤车间：由贮煤场（一期预留）、配煤槽、粉碎机室、煤塔以及煤胶带输送机桥等设施组成。炼焦车间：由焦炉、熄焦系统、贮焦场（一期预留）及焦胶带输送机桥等设施组成。干熄焦车间：由干熄槽、干熄焦锅炉、干熄焦除尘、干熄焦电气室、除氧给水泵房等设施组成。煤气净化车间：由冷凝鼓风工段、239、脱硫工段、硫铵工段、终冷洗苯工段、粗苯蒸馏工段、油库工段等装置组成。辅助生产设施：由回收循环水系统、甲醇循环水系统、酚氰废水处理站、回收空压站、炼焦空压站、制冷站、除盐水站、换热站、氮气站、焦化配电所、甲醇变电所、干熄焦变电所、车间变电所、中控室、干熄焦除尘地面站、拦焦装煤除尘地面站、粉碎机室除尘地面站、筛贮焦楼除尘地面站、车间变电所、中控室、耐火材料库等设施组成。生活设施：由包括车间办公室及浴室等设施组成。6.1.3 总平面布置 总平面布置原则是在满足生产工艺要求的基础上，根据交通运输、消防、安全、卫生、绿化、综合管网及施工等要求，并充分考虑与预留工程的相互衔接，结合厂区地形、地质、气象等自240、然条件，全面地、因地制宜地对工厂建构筑物、运输线路、管线、绿化等进行总平面布置，力求紧凑合理，节约用地，节省投资，有利生产，方便管理。同时，在设计过程中根据各车间、工段的不同功能进行分区和组合。本设计将全厂分为炼焦区、干熄焦区、备煤筛焦区、煤气净化区及厂前区，小区采用通道相分隔。辅助生产设施的布置采用集中与分散相结合的原则，尽可能靠近其主要服务中心布置，以达到节约用地和方便管理的目的。甲醇生产车间本设计布置在工厂铁路以北，并与焦化工程相临。6.1.4 厂区通道宽度考虑到道路、铁路、管线等占地及消防、卫生、绿化、采光、通风等要求以及场地竖向布置，主要通道宽度定为35，次要通道宽度定为25。工厂用241、地面积，焦化部分为32.6万2。(不包括甲醇的用地)详见总平面图，图号398EC03-1。6.1.5 竖向布置及场地排雨水6.1.5.1 竖向布置 根据厂区地形，厂区竖向布置采用平坡式，为避免场地内涝及节约土方量，场地平土标高确定为：28.60 m。土方工程量1700003，其中填方1500003，挖方200003。填方使用基槽余土，不足部分由外部运入。6.1.5.2 场地排雨水根据厂区地形、竖向布置和城市型道路的布置形式，场地雨水排除大部分采用暗管排水方式，即雨水通过道路及场地上的雨水口流入雨水下水道，并汇集至建设单位提供的排水系统接点。局部地区采用明沟排水。6.1.6 工厂运输本厂的大部分242、原料煤经胶带运输机由洗煤厂直接运入贮煤场，小部分原料煤经火车受煤坑卸车后运入贮煤场。焦炭、硫铵和部分粗苯、焦油、酸、碱均采用铁路外运；其余化工产品的运出均采用汽车运输。6.1.6.1 铁路运输本厂小部分原料煤、全部焦炭、大部分化工成品等的运输，采用铁路运输方式。铁路货物运输量：300万t/a。其中：运入：60.0万 t/a，运出：240.0万t/a。本工程铁路运输线路利用一期工程，但配备10辆铁路油罐车6.1.6.2 道路运输本厂备品备件、生活、办公用品的运入、部分化工产品、工业垃圾等的运出采用道路运输方式。汽车货物运输量：45万t/a， 其中：运入：25.0万 t/a ， 运出：20.0万t243、/a。6.1.6.2.1 道路布置 考虑到运输、消防、检修等需要，厂内道路呈环形和尽头式两种布置形式，并根据道路用途和车流量的大小，分设为主干道、次干道。主干道路宽12.0，次干道路宽7.0。在有物料装卸的硫铵仓库、硫磺仓库、除尘灰仓等处设置回车场，其面积不小于1212。全厂道路总长2350m，其中：12.0 宽道路900 ；7.0 宽道路2100 ；4.5 宽道路350 ；回车场面积4000m2。6.1.6.2.2 道路运输设备为满足生产及碎焦、粉焦、除尘粉尘、脱硫废液、酸、碱等运输的需要，本设计配备各种汽车运输车辆7台及相应的驾驶人员。生活用车由厂方自行考虑。车辆计量利用一期的汽车衡。6.244、1.6.2.3 道路的维修及养护为保持道路及环境清洁，本设计配备环卫工5人，但不配备道路维修、养护人员及设备。道路的日常维修及养护由建设单位统一考虑。6.1.7 绿化6.1.7.1 绿化布置的原则、绿化用地面积和绿化用地率 根据生产和环境保护、管线和交通线路布置的技术要求，并考虑到适合该厂栽植的当地树种和花卉等因素，对厂区进行绿化，以达到改善工厂生产环境、减少污染、净化空气、美化厂容之目的，绿化的重点是厂前区、道路两侧及厂内零散空地。 绿化用地面积为8.15 h m2 。绿化用地率为25 % 。6.1.7.2 绿化设施及人员本工程配备绿化人员5名，负责本厂的绿化和管理工作。6.1.8 消防站（245、厂区消防）本工程一期工程已经建设消防站，二期工程不再设消防站。6.1.9 工厂警卫 本厂设厂区围墙并将原货流出入口北移。6.1.10 总图运输主要技术经济指标表 总图运输主要技术经济指标表 序 号项 目 名 称单 位 数量 1工程用地面积hm232.62厂内道路道路12.0m宽m9007.0m宽m21004.5m宽350回车场面积 m240003土方工程量 填方m3150000挖方m3200004绿化用地面积hm2815005绿化用地率256.2 甲醇装置总图运输6.2.1 总平面布置原则本工程20万t甲醇装置区及其相关建筑物的总平面布置应结合本工程的特点及总体规划的要求，进行合理的功能分区及246、运输组织，满足工艺流向的要求，满足风向及建筑朝向的要求。工艺装置的布置，采取集中、联合布置、辅助生产装置和厂房就近布置的原则，以达到缩短工程管线、降低成本及工程造价、节约用地的目的。总图设计要严格执行国家各种现行规范和标准，保障生产安全，优化生产环境，体现时代精神，反映先进、有效的技术水平。6.2.1.1 装置组成部分的名称空分装置；脱硫装置；转化装置；压缩；甲醇合成；甲醇精馏；甲醇罐区；甲醇火车装车栈台；甲醇汽车装车栈台；甲醇装置变电所；甲醇驰放气球罐；泡沫消防站；地中衡；车间综合楼6.2.1.2 各装置及车间的位置和相互关系，执行标准规范的情况本工程20万t甲醇装置区及其相关建筑物共分为六247、个街区，分别为辅助生产街区、工艺装置街区、成品甲醇贮罐街区、成品汽车装车街区、成品火车装车街区、甲醇驰放气缓冲罐街区。辅助生产街区内布置有空分装置（含空分、空压机厂房）及车间综合楼。该街区布置在甲醇装置区的西侧并位于工艺装置街区的侧风处，空分装置属乙类生产装置，距其东侧的工艺装置街区（甲类生产装置）保持了25m的防火间距。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92第条等规定。 工艺装置街区内布置有脱硫装置、转化装置、压缩、甲醇合成、甲醇精馏及甲醇装置变电所。该街区属甲类生产装置区，根据工艺流程的要求，将其按照工艺联合装置进行布局，布置在甲醇装置区的中间部位。由于该工艺联合装置占地248、面积大于10000平方米，为满足消防要求，街区内设置了两条消防道路。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92第条等规定。 成品甲醇贮罐街区主要由两个10000m3的甲醇成品罐、甲醇泵房及泡沫消防站组成。该罐区属甲B类罐区，为满足运输及消防的要求，将该罐区布置在工艺装置街区的东侧，靠近成品汽车装车街区和成品火车装车街区。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文)第条、第5.2.5条、第5.2.6条、第5.2.7条、第5.2.14条等规定。 成品汽车装车街区内布置有成品甲醇汽车槽车装车鹤位4个，并配有相应的泵房、地中衡和汽车回车场。该街区属甲249、B类液体装车区，为使运输危险品的车辆不穿越和少进入工厂的生产区，为便于成品汽车外运和火车外运的统一管理，将该街区布置在成品甲醇贮罐街区的东侧，装车街区的进出口采取分开设置的形式，尽可能使运输车辆不交叉。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文) 第条、第5.4.3条等规定。 成品火车装车街区布置了13个火车槽车装车鹤位，该街区属甲B类液体装车区，为确保工厂安全，将其布置在全厂最南侧，与厂内油品装卸栈台集中，组成全厂的集中液体装车区，通过厂内道路及围墙拉开装车区与甲B类罐区及生产装置的距离。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999250、年局部修订条文) 第条、第5.4.1、第5.4.4条等规定。 甲醇驰放气缓冲罐街区由10000m3的缓冲气柜和甲醇驰放气球罐组成，该街区属甲B类，根据总体布局及规范要求，布置在工艺装置街区北侧约100m处。6.2.2 竖向布置6.2.2.1 竖向布置原则、布置形式和控制标高的选定 本工程竖向设计采用平坡式布置形式，场地控制标高的选定依据鞍山焦耐总院的总体布局。甲醇装置区及其相关建筑物室内正负0.00标高与设计场地标高除车间综合楼相差0.45m外，其余均相差0.3m；装置地坪标高与设计场地标高相差0.15m。6.2.2.2 排除雨水的方式 本装置排除场地雨水的方式为暗管，场地雨水通过四周道路收集251、雨水后暗管排入全厂管网，设计排水管网纵坡最小值为3。6.2.3 装置运输6.2.3.1 装置货物运输量和运输方式 a）工程货物运输量 本装置大宗货物运输只有成品甲醇（198700t/a），零星运输的物品为催化剂及化学品（5257t/a）等，本装置货物运输总量约为20.4万t/a。 b）运输方式 成品甲醇全部销售，运输方式的考虑为铁路运输；公路运输为少量零散用户。运输方式为铁路运输采用送货制；公路运输采用取货结合制。6.2.3.2 运输车辆及设施本甲醇装置生活及一般化学品所需运输车辆由总体设计院统一负责配置，成品甲醇属危险品，铁路及公路运输均应采用专用槽车。成品甲醇外销的汽车运输部分按取货制考虑252、；铁路运输部分按送货制考虑，因此，本工程需配置专用甲醇火车槽车。根据化工企业自备铁路机车和车辆数量计算规定（HG/T20562-94）的相关要求，经计算确定本工程需配置甲醇火车槽车105辆。 本装置需厂内铁路专用线（含装车线、调车线、存车线）长度约1.4km，负责本工程成品甲醇的输出。 由于甲醇属甲B类危险品，厂内调车作业危险性极大，为确保工厂的安全，同时提高专用线上的调车效率，本设计新增1台内燃机车（中型轨道车），负责铁路专用线上危险品的调车作业。6.2.4 绿化 因本设计仅负责甲醇装置区，没有涉及到厂前区，绿化系数按10%考虑。绿化重点为控制街区、空分街区和道路两旁，种植树种主要采用常绿乔253、木、常绿灌木及草皮，行道树以种植落叶乔木为主。6.2.5 消防 a)装置与相邻设施、装置内部的防火间距和消防通道的设置，装置区距消防站的距离本工程空分装置属乙类生产装置，转化、脱硫、甲醇压缩装置均属甲类生产装置，其相互间的防火间距保持了25m以上；车间综合楼按民用建筑考虑与上述装置的防火间距亦保持了25米以上。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文)第条等规定。 工艺装置区内部的防火间距，执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文)第条和第4.2.11条等规定进行设计，区内增加了两条消防道路。甲醇装置变电所与相应的装置保持254、了15m的防火间距。 根据甲醇罐区的储量确定该罐区距甲类生产装置区的防火间距50m；距成品汽车装车街区和成品火车装车街区的防火间距25m。标准规范执行石油化工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文)第条等规定。 各街区间消防通道按交通、消防、地下管线和地上管架的敷设、设备的安装和检修、绿化等要求，一般宽度定为15-30m。 b)消防道路 装置四周设环行道路与全厂道路衔接，形成全厂道路交通网，在装置区内部亦用道路将装置分隔成占地面积不大于10000m2的设备、建筑物区。消防道路路面宽度为6m，路面内缘转弯半径为12m，道路与架空管道交叉处的净空高度为5m。标准规范执行石油化255、工企业设计防火规范GB50160-92(1999年局部修订条文) 第条、第4.2.11条等规定。6.2.6 总图主要技术经济指标总图主要技术经济指标序号指标名称单位数量备 注1本工程20万t甲醇装置区及其相关建筑物占地面积hm2112建、构筑物及工艺装置占地面积m2209703道路面积m26800街区内道路4地下管线及管架估计占地面积m234005绿化面积m2110006建筑系数%31.047场地利用系数%46.146.3 电气6.3.1 概述本工程大部分负荷属于一、二级负荷，因此受电电源应为两回路独立电源。两路110kV电源由用户提供，拟由海孜区域变电站110kV两个不同母线段各引来一路，且256、每路电源皆能承担本工程100%的负荷。以上两路电源线路的详细引出点及线路的设计由建设单位另行委托有关部门承担，不包括在本工程内。6.3.2 供配电系统a)二期工程新建10kV配电所二座。所需电源由一期工程110/10kV总降变电所两路引入。b)10V配电所用电负荷主要为10/0.4kV车间变电所和10kV高压电机。操作电源为直流220V，由免维护直流电池屏提供。 c)本工程新建2140t/h干熄焦装置，共设一个干熄焦综合电气室，由10kV配电所10kV母线引来两路电源。干熄焦综合电气室10kV侧主接线为单母线分段，操作电源为直流220V，由免维护直流电池屏提供。 d)本工程在干熄焦综合电气室各257、设置微机综合自动化系统一套，对其高压设备进行测量、控制、保护。继电保护按有关规范要求设置。e) 为改善功率因数，采用两级补偿措施，在10/0.4kV车间变电所0.4kV侧进行低压自动无功补偿，补偿后功率因数0.4kV侧达0.85以上。在10kV配电所10kV侧进行高压无功补偿，补偿后功率因数10kV侧达0.90以上。 f)本工程10/0.4kV车间变电所根据根据负荷分布情况布置，每个车间变电所均由10kV配电所就近引来电源，并选用2台10/0.4kV节能型变压器，每台变压器的容量按该变电所计算负荷的100%容量选择，两台变压器正常分列运行，各担负50%负荷，当其中一台变压器故障或检修时，由另一258、台变压器担负100%的负荷。 h)全厂的高压配电方式为放射式，其线路采用高压电缆在电缆桥架内敷设和直埋敷设两种方式，局部也可能采用电缆槽或电缆沟敷设方式。6.3.3 电气传动 a)低压配电采用380/220V电压，配电方式以放射式为主，若个别采用链式供电时，一般链接三个用电设备，由设在车间变电所及低压配电室内的低压配电屏向各用电设备送电。对移动设备通过滑触线或软电缆的方式供电。采用低压断路器作为短路保护设备，而以低压断路器和热继电器作为过负荷保护设备。 b)对备煤车间、筛焦工段、装煤出焦除尘地面站、制冷站、酚氰废水处理站、循环水泵房、干熄焦等连续生产系统或连锁系统，采用带操作站的可编程序控制器259、系统（PLC系统）进行联锁集中操作及解除联锁后机旁单机操作两种操作方式。带操作站的可编程序控制器系统（PLC系统）具有网络通讯功能，可以实现厂级生产过程的集中控制监视和管理的自动化。 c)备煤车间自动配煤系统采用与工艺成套控制系统。对本工程煤气净化车间主要用电设备的运行、停止及事故信号考虑送入仪表专业的集散系统即DCS进行监视及事故记录。焦炉车辆采用车辆作业管理系统。 实现焦炉车辆（推焦车、拦焦车、装煤车、电机车）的自动作业管理,自动识别炉号，车辆联锁对位等功能。 d)对于90kW及以上风机或水泵电动机的启动，采用软起动方式，以解决起动电流过大的问题。对于高压氨水泵采用变频调速技术。 对与机械260、设备成套供应的电气装置，除工艺要求联锁外，一般仅供电源；对无特殊要求的单体设备，一般仅考虑机旁单机操作。 对火灾和爆炸危险场所将根据其危险级别选择相适应的防爆设备，以保证安全生产。 e)线路敷设及其它线路以电缆为主；动力电缆及控制电缆采用铜芯电缆；计算机电缆采用铜芯屏蔽电缆。电缆敷设以电缆桥架为主。而部分户内线路考虑沿墙、梁等明敷以及在吊棚、电缆沟或静电地板内敷设的方式。部分户外电缆也可采用铠装电缆。各低压配电室选用固定式低压开关柜，XL-21型动力配电箱。6.3.4 电气照明鉴于本工程的低压配电为380/220V中性点直接接地系统，且负荷较为平稳，故照明与动力共用一台变压器。各照明电源引自就261、近的低压配电屏或动力配电箱。照明网络电压采用380/220V, 检修用的照明电压为36V，但在特别潮湿的场所为12V。在主要生产车间和规范规定的场所中，除设置工作照明外，还应设置保证安全及供人员疏散用的应急照明；并在工艺要求场所设置局部照明和检修照明。厂区道路设道路照明。烟囱根据规范设障碍照明。根据环境情况选择相应的灯器型式。对一般生产车间和场所，以采用新光源的节能型灯为主，部分采用白炽灯。对有爆炸危险的场所选择与环境条件相适应的防爆型灯，对操作室、办公室、化验室等处，一般采用荧光灯；而楼梯间、通廊、过道等处用白炽灯。道路照明考虑采用钠灯。6.3.5 防火、防爆、防雷与接地 对火灾危险环境将根262、据区域等级和使用条件选择相应的电气设备，对爆炸危险环境将根据区域分区，电气设备的种类和防爆结构要求选择相应的防爆电气设备，以保证安全生产。根据规范规定，对第二类工业防雷建、构筑物设计将考虑防直击雷、感应雷和雷电波侵入的措施。对第三类工业防雷建、构筑物将考虑防直击雷和雷电波侵入的措施。对于10kV中性点不接地系统采用IT接地型式、380V系统中性点直接接地系统，采用TN-C-S系统，其电气装置的外露导电部分通过保护线（PE线）或保护中性线（PEN线）接地。低压配电室、动力配电箱等作重复接地。对爆炸危险场所根据工艺要求设备作防静电接地。6.3.6 焦化（包括干熄焦）部分主要技术指标装机容量：494263、62kW工作容量：39782kW6.3.7 甲醇装置电力 a)甲醇装置的界区内：总装机容量17157.4kW，总需要容量11120.0kW。其中10kV总需要容量9270.0 kW，0.4kV总需要容量1850.0 kW。 b)对于重要的仪表用电采用不停电电源装置（UPS）6.3.8 计算负荷： (110kV侧)有功功率 34900 kW无功功率 21280 kvar视在功率 40870 kVA年耗电量:(年工作小时按7000小时)：244300103kW.h6.4 电信6.4.1 概述a)设计依据：工程规模、工艺生产要求；国标GB50116-98火灾自动报警系统设计规范；SH3063-1999石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范；行标YB9063-2000钢铁企业电信设计规范等有关规范。b)设计范围：生产车间为备煤车间、炼焦系统(455孔JN60型单热式焦炉、2140t/h干熄焦装置、装煤及出焦除尘地面站等)、焦处理、煤气净化车间等工段及相关设施等。公用及辅助设施为10kV配电所、车间变电所、酚氰废水处理站、空压站、制冷站、控制室、车间办公室、耐材库等。c)设计内容：通信系统、火灾和可燃气体及有毒气体报警系统、工业电视系统、电信外部线路。6.4.2 通信