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宁夏宝丰能源公1


宁夏宝丰能源有限公司 年产 20 万吨焦炉气制甲醇项目

可行性研究报告

宁夏宝丰能源公司
二○○七年三月


1 1.1 1.1.1 1.1.2 1.1.3 1.1.4 1.1.5 1.2 1.2.1 1.2.2 1.2.3 2 2.1 2.2 2.3 3 3.1 3.2 3.3 3.4 3.

5 4 4.1 4.2 4.3 4.4 4.5 总论 概述 项目名称及主办单位 项目主办单位基本情况 项目提出的背景和投资的必要性 编制依据 项目研究范围 初步结论 项目概况和简要结论 存在的主要问题和建议 甲醇项目主要技术经济指标



产品市场分析预测 产品性质及用途 市场预测分析 目标市场及及竞争力分析 产品方案及生产规模 产品方案 生产规模 年操作日 产品质量指标 全厂工艺流程及物料平衡 工艺技术方案 概述 空分 压缩 转化 脱硫

4.6 甲醇合成 4.7 4.8 4.9 5 5.1 5.2 6 6.1 6.2 7 7.1 7.2 7.3 7.4 7.5 7.6 7.7 7.8 7.9 甲醇精馏 仪表和自动控制 附工艺装置设备一览表 主要原材料及动力供应 原料及燃料的供应 主要辅助材料规格、来源及用量 建厂条件和厂址初步方案 建厂条件 厂址选择 公用工程和辅助设施方案 总图运输 给排水 供电及电信 供热和自备电站 固体原料、产品贮运及机械化运输 外管 采暖通风及空气调节 土建 机、电、仪三修

7.10 分析化验 8 8.1 8.2 8.3 8.4 9 9.1 9.2 9.3 节能与节水 概述 能耗指标及分析 工艺生产节能技术 工艺生产节水措施 环境保护 建设地区环境概况 现有工程概况 设计采用的环境保护标准

9.4 工程内容及流程简述 9.5 9.6 9.7 9.8 9.9 9.10 10 10.1 10.2 11 11.1 11.2 12 12.1 12.2 13 13.1 13.2 13.3 13.4 14 14.1 14.2 14.3 14.4 14.5 14.6 14.7 14.8 主要污染源及污染物 环境保护措施 工程环境影响分析 绿化 环保投资概算 存在问题及建议 劳动安全卫生和消防 劳动保护与安全卫生 消防 企业组织和劳动定员 工厂制度 企业组织及定员 项目实施规划 建设周期 各阶段实施规划设想 投资估算 编制依据 费用依据及取费标准 建设投资比例分析 投资估算表 财务评价 基础数据 资金来源及使用 生产成本估算 固定资产折旧和无形及递延资产摊销 销售收入及税金 利润总额及分配 财务效益测算 财务评价结论

附图: 1、 空分工艺流程图(一)(二) 、 2、 焦炉气压缩工艺流程图 3、 转化工艺流程图 4、 气柜及电除尘工艺流程图 5、 NHD 脱硫工艺流程图 6、 甲醇合成工艺流程图 7、 甲醇精馏工艺流程图 8、 全厂水量平衡图 9、 全厂蒸汽平衡图(正常工况) 10、总平面布置图 11、区域位置图

1 总 论
1.1 概述 本项目利用宁夏宝丰能源有限公司年产 200 万吨焦碳外供的焦炉气,以焦炉气 为原料生产 20 万吨/年甲醇。项目承办单位为宁夏宝丰能源有限公司。 1.1.1 项目名称及主办单位 项目名称:以焦炉气为原料合成甲醇项目 主办单位:宁夏宝丰能源有限公司 地 址:宁夏宁东能源化工基地宝丰能源循环经济项目区

1.1.2 项目主办单位基本情况 本项目位于宁夏宁东能源化工基地宝丰能源循环经济项目区,项目地理位置在 宁夏回族自治区灵武市横山堡乡。距银川市 35Km,距灵武市 20Km。 宁夏宝丰投资集团有限公司位于宁夏回族自治区首府银川市, 成立于 2004 年 2 月,是以宁夏燕宝建材实业有限公司、宁夏燕宝房地产开发有限公司、宁夏商业物 流中心(有限公司) 、宁夏宝丰能源有限公司、陕西洪城石油化工有限公司、宁夏博 泰隆石油有限公司等生产和流通企业为基础组建的控投性投资公司。注册资本人民 币 5.6 亿元。 根据集团公司确定的“依托商贸流通作大、基于仓储物流夯实、通过房产开发 提升、介入资源开发作强”的发展战略,经过资产整合和业务开拓,宝丰投资集团 的各项业务得到了较快的发展。目前集团业务涉足石油加工、成品油贸易、房地产、 煤炭、能源、重化工开发等多个领域,是宁夏最大的民营综合型企业集团之一。 截至 2004 年末,集团公司总资产达到 18.47 亿元,其中固定资产 11.02 亿元, 负债 7.62 亿元,净资产 10.85 亿元,资产负债率 41.26%;2004 年集团公司累计销售 收入 11.54 亿元,利税总额 1.72 亿元,净利润 0.91 亿元。 宝丰投资集团必将为加快我国中西部地区的经济繁荣,保障沿海地区的能源供 给,为中国能源事业可持续健康发展,做出更大贡献。 1.1.3.1 项目提出的背景 该项目区由年产 240 万吨煤矿、年生产能力 400 万吨洗煤厂、年产 200 万吨焦 1 — 1

炭装置、年产 60 万吨甲醇(一期 20 万吨焦炉气制甲醇)装置、年处理能力 15 万吨 焦油深加工装置、年处理能力 60 万吨焦油加氢裂化装置、年处理能力 10 万吨丙烯 分离装置、年生产能 2 万吨添加剂装置以及与之配套的 5?210 吨/时循环流化床锅 炉和 100MW 的余热发电机组等辅助装置及公用工程组成。年产 200 万吨焦化装置, 每年可副产 8.5 亿方焦炉气,除焦炉自身消耗外,还剩余 4 亿方,完全可满足年产 20 万吨甲醇装置原料的需要。 1.1.3.2 项目投资的必要性和意义 宁夏宝丰能源有限公司是一家以采煤、煤焦化生产为主的现代化企业,在这种 背景下,结合市场经济、环境等因素,采用焦炉气来生产市场前景好的甲醇产品, 使焦化工程成为既环保又有经济效益的项目。充分利用炼焦富产的焦炉气生产高附 加值、不污染环境的甲醇产品是一项十分有益的投资项目。对于煤焦化行业的深加 工、循环经济可持续发展十分有利。 焦炉气是焦炭生产过程中煤干馏出来的气体,干馏温度为 550℃,经过焦化公 司的冷凝鼓风、电捕焦油、脱硫、脱氨、脱苯等工艺后的焦炉气含有大量的氢气、 甲烷和少量的多碳烷、烯烃及惰性气氮气和硫化物。 利用焦炉气制取甲醇是炼焦厂富产焦炉气综合利用深加工开发的先进技术,是 利用焦炉气经济效益最好的工艺方法之一。为了降低甲醇生产成本及寻找更廉价的 原料,现在人们又把目光投向了焦炉气。建设一套焦炉气制甲醇比煤气化制甲醇同 样规模一次性投资要减少 40%~50%。 本项目是年产 200 万吨焦炭配套的焦炉气生产甲醇的项目。 甲醇是由 CO 和 H2 合成的,主要生产原料为煤、焦碳、天然气、焦炉气、石油 等。甲醇产品目前是全世界需求量巨大的重要基础化工产品和基本化工原料,同时 也是新一代的能源燃料,其产量仅次于合成氨而居于第二大化工原料产品。 甲醇在石油化学工业、医药工业、轻纺工业、生物化工以及能源、交通运输行 业均有广泛用途,在国民经济中占有十分重要的地位。 投资甲醇项目有十分明显的必要性和经济意义。 本工程不仅有较好的经济效益,从本质上讲也是一项环保工程,是既符合国家 能源发展政策,也符合国家环境保护要求,对焦化行业的持续发展具有重要意义的 项目。中煤煤焦控股有限责任公司建设焦炉气制甲醇装置,达到经济、社会和环境 1 — 2

效益最大统一,其意义在于: (1)本工程以焦炉气制取甲醇,从根本上解决了焦炉气的去向问题,而且变废 为宝。实现了对焦化富余焦炉气的综合利用,符合国家有关产业政策和行业规划以 及环保要求。 (2)可以长远解决公司的生存问题,并且为当地提供更多的就业机会,促进区 域经济的发展。 (3)做到了真正意义上的焦化行业向高附加值化工行业方向的转化。 (4)有利于国家能源产业结构的调整,保持国民经济的可持续发展。 传统焦化工业污染严重,在依托资源发展经济的同时必须解决好污染问题。据 测算全国以年产焦炭 1.4 亿吨计,则可副产焦炉气 420 亿米 3,目前至少有 1/3 以上 的焦炉气未能加以利用,放散至大气中,既浪费了大量的宝贵资源又严重污染了环 境。焦炉气中含有大量 H2、CH4 和 CO 是合成化学品的宝贵原料,如将放散的焦炉 气加以利用约可生产 750 万吨/年甲醇。就建设单位而言,若具备 200 万吨/年焦炭生 产能力,大约每小时将会产生含有一定量硫化物、氨、CO2、苯、萘和焦油等有害物 质的剩余焦炉气约 52000Nm3/h,如排入大气将严重污染当地的大气,影响到周边的 民众生活,同时也浪费了能源,52000Nm3/h 的焦炉气相当于 27.2 万吨/年标准煤, 可合成 20 万吨/年甲醇。 从国家可持续发展战略考虑,将这部分资源合理有效的利用 是变废为宝、化害为利的重要举措,也是实现建设单位良性发展的有效途径。 焦炉气传统的利用方法是经过脱焦油、萘、苯和 H2S 后作为民用燃料气,这样 非但将宝贵的化工原料烧掉浪费了,而且还有 CO2、SO2 和 NOx 产生照样污染环境。 如将焦炉气经净化处理用于合成甲醇可使资源得到有效利用,更大幅度的减少排放 污染。同时通过甲醇工艺的引入,也可为今后焦化工业萎缩时企业转入化学工业生 产打下基础,只要用洁净煤气化技术置换焦化工艺,甲醇工业就可持续发展,甲醇 为能源化工新产业,符合新时代可持续发展要求,也是化学工业发展的新方向。 甲醇是用途十分广泛的基本有机化工原料,在发达国家的产量仅次于乙烯、丙 烯和苯,居第四位。由甲醇出发可制取许多种化工产品;甲醇还可用作能源。甲醇 用途之广,几乎找不到另外一种有机产品,有甲醇如此广阔的使用范围。 国内已开发的甲醇下游产品主要有:甲醇氧化制甲醛、甲醇氨化制甲胺、甲醇 羰基化制醋酸、甲醇氯化制一、二、三氯甲烷和四氯化碳、甲醇脱水制二甲醚、甲 1 — 3

醇脱氢制甲酸甲酯,然后再制甲酰胺和二甲基甲酰胺等,甲醇制甲基叔丁基醚 (MTBE) 、甲醇用作燃料等。 随着精细化工的发展,甲醇的消费量将不断增加和扩大,特别是精甲醇的需求 必将会有较大的增长。 甲醇不仅是 C1 化学最基本的化工原料,而且是一种洁净燃料。随着汽车技术的 发展。甲醇直接用于汽车发动机燃料及在汽油中添加甲醇量的增加,将会使甲醇的 市场有很大的发展。在城市里,汽车的尾气污染已成为主要污染源,而甲醇正是城 市汽车理想的燃料替代品,汽车用甲醇燃料的技术发展一定会给甲醇的发展带来新 的机遇。 甲醇合成技术的发展将会使甲醇成本不断下降,随着甲醇合成反应器和催化剂 技术的发展,合成压力已由 12MPa 降到 5~6MPa,温度由 300℃降至 220~250℃, 甲醇生产强度由 0.4~0.5 吨/h?m3 催化剂提高到 1.0~1.4 吨/h?m3 催化剂,使生产 成本大幅度下降,随着精馏技术的发展,能耗也有了大幅下降,使低压甲醇具有很 强的竞争优势。 本工程的建设将为建设单位发挥自身特色,将资源优势转化为经济优势创造条 件,把放散的焦炉气加工成用途广泛的甲醇产品,实现了化害为利、变废为宝、有 效综合利用的原则,切实体现资源一能源一环境一体化可持续发展的基本国策,为 企业持久不衰注入了活力,亦为滚动发展奠定了良好的物质基础。 就世界而言,甲醇生产多以天然气为原料,随着美国和新西兰等国天然气资源 的锐减或枯竭,为发展以煤等为原料生产甲醇提供了契机。 为抓住历史机遇,寻找新的利润增长点,立足当地丰富的焦炉气、煤、电资源 优势,建设单位通过市场调查、前景预测及经济技术分析,决定采用焦炉气纯氧— 蒸汽非催化转化、低压合成甲醇等技术,建设一套以焦炉气为原料年产 20 万吨的甲 醇装置。同时在今后还将依托国内外对甲醇下游产品开发新技术,切实把地方资源 优势转化为技术经济优势。 1.1.3.3 项目建设的有利条件 ●宁夏宝丰能源有限公司决策建设以焦炉气生产甲醇项目, 既是符合国家能源发 展政策,也是符合国家环境保护要求的,对焦化行业的持续发展具有重要意义。符 合宁夏回族自治区及宁夏宁东能源化工基地的产业发展方向和发展规划。当地政府 1 — 4

和各职能部门对该项目高度重视,全力支持,各项条件均比较成熟,是一个以提高 企业经济和环保效益为理念,优化资源配置,推进产业结构调整,促进地方经济发 展和企业产业升级的多赢项目,因此建设该项目意义重大。
● 具有优秀的人力资源。宁夏宝丰能源有限公司领导班子素质高,具有很强的开

发与管理能力;职工队伍素质高,具有丰富的化工生产操作经验。公司多年来积累 丰富的管理经验与生产营销经验,培养大批专业技术人才。 ● 完善支撑保障体系,将资源优势转化为经济优势通过政策、法规和技术体系 建设,完善资源的市场化配置,构建工业园区发展的支撑保障体系,加强循环经济 和生态工业理念的宣传和普及,调动各方面的积极性,促进物质高效循环利用的机 制和体制的形成;依托大型企业,发展多种所有制,发挥多产业耦合共生的优势, 降低生产、流通和管理等环节费用,取得最大的综合效益,形成经济优势,增强对 当地经济的拉动作用。 1.1.4 编制依据 1.1.4.1 宁夏发改委《关于宁夏宝丰能源有限公司年产 20 万吨焦炉气制甲醇项目的 批复》 1.1.4.2 中石化协产发(2006)76 号文《化工投资项目可行性研究报告编制办法》 (2006 年 4 月) 1.1.4.3 原化工部关于《化工建设项目预可行性研究报告内容和深度的规定》 1.1.4.4 宁夏宝丰能源有限公司提供的相关基础资料。 1.1.4.5 宁夏宝丰能源有限公司的总体发展规划。 1.1.4.6 国家颁发的投资项目最新法规、标准、规范文件。 1.1.5 报告编制研究指导思想 ● 认真贯彻国家环保、消防、劳动安全等有关文件。 ● 最大限度地优化设计降低投资是可研报告设计自始至终贯穿的一条基本原 则。 ● 严格按节能降耗的原则进行设计,大力创新、开发国家自有技术知识产权。 ● 在技术先进可靠的基础上,充分利用国内多年来的在化肥甲醇领域节能技改 的成功经验,尽可能采用国产化的技术和装备,使项目在技术经济上居于国内同行 业领先水平。 1 — 5

● 充分利用国家和地方优惠政策,提高本工程项目的市场竞争力。 ● 结合我国国情及该厂的实际情况,采用适度先进、稳妥可靠的工艺技术,除 某些关键材料和仪表确因国产化有困难需要引进外,其它工艺和设备均立足国内解 决,以节约投资,提高项目的经济效益。 ● 主体工程与环境保护、安全生产、工业卫生同步考虑,以减少和消除工厂生 产对环境的污染及对职工健康的危害。 ● 充分考虑依托九鑫焦化公司消防以及社会协作能力等公用设施。 1.1.6 项目研究范围 本项目可研报告为宁夏宝丰能源有限公司利用年产 200 万吨焦炭项目的富余焦 炉气为主要原料,经转化、净化工序合成气低压合成甲醇。项目生产装置主项内容 范围如下: 空分 原料气压缩 焦炉气转化 NHD 脱硫和干法精脱硫 合成气压缩 低压甲醇合成 甲醇精馏 甲醇罐区 循环冷却水系统 脱盐水系统 锅炉房及余热电站 总变及车间变配电所 全厂总图运输、外管、供电照明及地下管网等 1.2 初步研究结论 1.2.1 项目概况和简要结论 本甲醇项目利用宁夏宝丰能源有限公司年产 200 万吨焦炭副产外送富余的焦炉 气生产 20 万吨/年精甲醇。 本工程上马后可消除大气环境污染,生产市场热销的基本 化工原料——甲醇,符合国家产业政策和能源政策,因此本项目属国家鼓励的利用 1 — 6

高新技术发展循环经济,走可持续发展的阳光工程项目,应抓紧时机早建快上。 1.2.2 新技术设备的采用情况 本项目采用多项国内外领先水平的先进可靠的新技术,归纳如下: 1.2.2.1 采用大型单系列离心压缩机――蒸汽透平联合机组(空分空压机、焦炉气压 缩机和合成气压缩机) ,以宁夏宝丰能源有限公司年处理能力 400 万吨洗煤厂所产的 中煤、煤矸石、煤泥为燃料燃烧所产生的蒸汽为动力代替多台并联往复式电动压缩 机,运行平稳,操作简单,维修工作量小,连续运行周期长,运行费用低,经济效 益高,并且利用蒸汽余热发电,提高了能量利用效率。 1.2.2.2 采用焦炉气纯氧非催化部分氧化技术新工艺,它不用催化剂,没有催化剂中 毒的问题,工艺流程和设备结构简单,造价低,易于操作管理。该技术在焦炉气制 甲醇工艺中属首次应用,但可借鉴天然气纯氧非催化转化技术,证明这是一项先进 节能安全可靠投资者的新技术。 1.2.2.3 采用 NHD 物理(溶剂)脱除 H2S 和部分 COS,技术先进可靠。 1.2.2.4 采用中国自己开发成功的绝热——恒温型低压甲醇合成塔,技术先进,安全 可靠,经济节能,居于甲醇合成领先地位。 1.2.2.5 甲醇精馏采用中国自己知识产权开发的新工艺,节能节水,产品达到国家优 级品和美国 AA 级精甲醇。 1.2.3 项目投资和经济效益 本报告投资总额 126948.47 万元人民币,内部收益率 24.10%,投资回收期 5.95 年(含二年建设期) ,年均利润总额 1.90 亿元,盈亏平衡点 43.4%。由此可见本项目 可行,抗风险能力强,经济效益较好,是一个很好的环保、节能、收益率高的项目。 1.2.4 存在主要问题和建议 (1)大气环境中微量有害气体的含量无分析数据,在施工图展开之前应有详细 的数据,因为对空分设计有影响。 (2)在施工图展开前,应对建设场地进行详勘,出具详勘报告。 1.2.5 甲醇项目主要技术经济指标 本项目主要技术经济指标见表 1-2-1。

1 — 7

主要技术经济指标表 表 1-2-1
序号 一 原料 焦炉气量 二 1 2 产品方案 产品精甲醇 副产品 吨/天 吨/天 吨/天 吨/天 小时/年 4 8 40 2 8000 万吨/年 20 333.3 天/年计 亿标立米/年 4.24 365 天/年计, 实际运行 8000 小 时,耗气 3.916 亿方 项目名称 单 位 数 量 备 注

(1) 纯氧 (2) 纯氮 (3) 纯氩 (4) 杂醇油 三 四 年操作日(小时) 主要原材料、燃料用量

(1) 原料焦炉气 (2) 锅炉燃料煤 十三 投资项目总额 其中外汇 (1) 建设投资 (2) 建设期利息 (3) 流动资金 十四 十五 年平均销售收入 生产成本费用

标立米/天 吨/天 万元 美元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 元/吨 万元 万元

1176000 3390 126948.47 230 120288.38 4061.29 2598.8 46475.3

检修停产期间焦炉气作锅炉燃 料 灰分 50%, 热值 HL=2700kcal/kg

全资流动资金

(1) 年平均总成本费用 (2) 甲醇单位制造成本 十六 十七 年均利润总额 平均销售税金

27520 834.02 18955.3 4347

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序号 十八

项目名称 财务分析





数 量

备 注

(1) 投资利润率 (2) 投资回收期 所得税前 所得税后 (3) 财务内部收益率 所得税前 所得税后 (4) 净现值 所得税前 所得税后 (5) 资本金内部收益率 (6) 投资各方内部收益率

%

15.76

年 年 年 % %

5.75 5.95

自建设之日起 自建设之日起

24.10 20.88

万元 万元 % %

65368.9 43711.7 34.69 28.97

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2 市场及价格分析预测
2.1 产品性质及用途 2.1.1 产品性质 甲醇是无色、透明、易挥发的有毒易燃液体,能完全溶解于水、丙酮、醇类、 酯类及卤代烷类,其性质如下表 2-1-1。 甲 醇 物 性 表 表 2-1-1
分子式 分子量 沸点 闪点 自燃点 临界温度 临界压力 蒸气压 比重 密度 比热 粘度 导热系数 表面张力 蒸发潜热 折射率 熔融热 燃烧热 生成热 爆炸极限 CH3OH 32.04 64.5℃ ~64.7℃ 16℃ (开口容器) 、12℃ (闭口容器) 473℃ (空气中) 240℃ 79.54× 5Pa 10 1.2897× 4Pa 10 0.7913(d4) 0.81g/ml(0℃ ) 2.470~2.533J/g℃ (20~25℃ ) 0.5945 厘泊(20℃ ) 2.09× 3J/cm.s.K 10 22.55× -5N/cm 10 35.295KJ/mol(64.7℃ ) 1.32874(20℃ ) 3.169 KJ/mol 727.038 KJ/mol(25℃ 液体) 273.79KJ/mol(25℃ 液体) 6~36.5 体积%(空气中)

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2.1.2 产品用途 (1)甲醇作为基本化工原料,可生产许多重要的有机化合物,其深加工产品目 前已达 120 多种,我国以甲醇为原料的一次加工产品已有 30 种。以甲醇为原料采用 羰基化法生产醋酸,是目前最具竞争力的生产醋酸的方法。由醋酸可进一步生产出 极具商业价值的二、三醋酸纤维素。由甲醇生产的其它重要有机化合物有甲醛、甲 胺、甲烷氯化物、甲酸、甲酸甲酯、甲酸胺、甲基丙烯酸甲酯、二甲基甲酰胺、二 甲基亚枫、碳酸二甲酯、二甲醚、聚乙烯醇、醋酸乙烯等。 (2)甲醇可作为新一代燃料。由甲醇和异丁烯合成的 MTBE(甲基叔丁基醚) 是高辛烷值汽油添加剂,甲醇还可掺烧汽油(如 M15)或直接用作汽车燃料,是新 一代的能源替代品。 (3)甲醇是精细化工与高分子化工的主要原料。由甲醇为基础原料制得的聚甲 醛塑料是一种性能优良的工程塑料,可替代金属使用,在汽车工业及电器工业中有 广泛的用途。而甲醇直接催化转化成烯烃的技术(MTP 和 MTO)也已具备了工业化 的条件,这将进一步拓展甲醇在石油化工领域中的重要性及其应用领域。 (4)由甲醇可生产单细胞蛋白(甲醇蛋白) 。甲醇蛋白有许多优点,蛋白转化 率高、发酵速度快、无毒性、价格便宜,其生产不受地理位置、气候条件的限制。 我国饲养业对蛋白质的需求量很大,发展甲醇蛋白很有前途。 甲醇是一种性能优异的清洁燃料,随着世界石油资源的日渐枯竭、环保呼声的 日趋高涨,甲醇掺烧汽油及甲醇燃料越来越受到人们的重视,国内许多地区已开始 大面积推广。由甲醇生产二甲醚来替代柴油及石油液化气目前也已成为国内研究和 投资的热点,这为我国甲醇工业的发展提供了更大的空间。 甲醇是一种重要的有机化工基本原料,被广泛应用于有机合成、染料、农药、 医药、涂料等行业,其消费量仅次于乙烯、丙烯和苯。 甲醇可以用于生产甲醛、甲基叔丁基醚(MTBE) 、醋酸、甲酸甲酯、氯甲烷、 甲胺、硫酸二甲酯、丙烯酸甲酯、烯烃和二甲醚等有机化工产品。甲醇消费的新途 径、新领域、世界各国都在竞相开发,从而促进了甲醇生产的迅速发展。 根据专家对未来汽车代用能源的预测,甲醇和液态氢将起到重要作用,因此, 甲醇产业的发展前景还是比较乐观的。 (1)甲醇燃料的特点及其发展趋势 2 — 2

① 车用甲醇燃料 车用甲醇燃料有两种类型: (a)以汽油为主,掺入 5~15%的甲醇,如 M5、M10、 M15; (b)以甲醇为主,掺入少量汽油,如 M85 和 M100。 各种车用燃料的物理化学特性 表 2-1-2
汽油 典型组成 平均分子量 C 组分 m% H O 液态比重 kg/L 低热值 MJ/kg 蒸发热 kj/MJ 辛烷值 RON 十六烷值 CO2 排放 g/MJ C7H15 99 84.9 15.1 0 0.740 42.5 ~8.0 95 73.3 甲醇 乙醇 液化 石油气 C3H9 45 80.0 20.0 0 0.540 46.0 8.6 ~100 63.8 压缩 天然气 CH4 16 75.0 25.0 0 47.7 ~130 57.7 柴油 二甲醚

CH3OH C2H5OH 32 37.5 12.5 50.0 0.795 19.7 56.4 115 70.0 46 52.2 13.0 34.8 0.790 26.8 33.8 113 71.5

C15H28 CH3OCH3 208 86.1 13.9 0 0.840 42.7 ~6.0 45~55 74.2 46 52.2 13.0 34.8 0.668 28.4 14.4 >55 67.5

甲醇在作运输动力燃料有多种利用途径: →低比例掺烧——汽油中添加 3%或 5%甲醇即 M3、M5,发动机勿需改动 →中比例掺烧——汽油中添加 15%甲醇即 M15,发动机需作改动、并添加 助溶剂 →高比例甲醇——M70、M85、M100 需对发动机改装优化 甲醇: →制 MTBE——作为代替四乙铅作抗爆剂,添加量约 10% →甲醇裂解——供甲醇催化裂解或等离子裂解后在汽缸中贫氧燃烧 →制 DME——二甲醚代替柴油以减少 CO、CH 、NOx 及颗粒物排放 →甲醇燃料电池——未来汽车甲醇转化为电能驱动电动汽车 甲醇作为动力燃料的优点是: (a)汽车排放废气中 CO、NOx 等均可比汽油有大 幅度降低; 现有使用汽油的汽车对掺合少量甲醇的 M5、 (b) M10 无需改动即可使用, 2 — 3

对中等添加量或以甲醇为主的 M85 甚至 M100 则需对汽车稍作改动就可使用甲醇燃 料; (c)1999 年下半年起,国际市场原油价格飙升,国内已多次调高汽油价格,使 甲醇燃料在价格竞争中处于有利地位。 低比例掺烧甲醇有、M10 和 M5 甲醇汽油,国内已有成熟技术,对发动机不需 作任何改动,且能提高汽油辛烷值,在欧洲曾作为清洁汽油大量销售。 中比例添加的 M15 和 M25 甲醇汽油还需添加助溶剂以解决汽油和甲醇不互溶问 题。德国和瑞典均进行过 1000 辆汽车的行车试验,他们的结论是:技术上可行,经 济上优越性不突出,还需解决燃料分层、材料腐蚀、发动机调整改进问题,因而未 能推广,而转向 M100 纯甲醇燃料的开发。 高浓度 M85 甲醇汽油实际上甲醇含量仅 85%, 烃类及脂肪族醚含量 14%~16%。 美国添加 10%~15%汽油,而德国则加终馏点 125℃ 左右的轻质烃。国内近年在山西 和河南安排数百辆中巴客车、货车进行 M85 甲醇汽油的长期营运,排放尾气中 CO 及 HC 含量也以多点电喷车型最低。 另外,醇醚燃料在我国存在着潜在的巨大市场。醇醚燃料是指用甲醇和二甲醚 按一定比例混合配制而成的新型液体燃料,燃烧效率和热效率均高于液化气。由于 二甲醚的挥发性好,此燃料可有效地克服甲醇燃料不易点燃,需空气充压和外加预 热以及安全运输方面的一些缺点。醇醚燃料不仅是一种符合国情、使用安全方便、 价格适中、值得推广的民用燃料,而且可以用作汽车优质代用燃料、煤气化发电的 高能燃料、工业窑炉燃料等,这些应用领域潜力巨大。 目前我国已经建设投产多套万吨级醇醚燃料装置。生产所用二甲醚可由甲醇制 取;对甲醇产品的质量要求不高,粗甲醇即可作为原料。该产品在广大城乡居民中 作为燃气需求量大,可使工厂获得良好的经济效益,市场容量和开发前景广阔。 ② MTBE 汽油添加剂 随着我国政府对环境保护措施的日益加强,汽油无铅化的呼声不断高涨,MTBE 作为重要的无铅汽油添加剂也日益受到重视。我国政府规定,2000 年基本实现汽油 的无铅化,首先在北京、上海等几个大城市已经陆续出台了地方性法规,限制低标 号汽油的使用。在现有高标号汽油的配方中,尚没有更好的抗爆剂替代品,近期内 MTBE 仍是首选品种。国内 MTBE 投入规模化生产始于 20 世纪 80 年代初,其生产 能力迅速增长。1990 年,我国 MTBE 能力近 8.5 万吨/年左右,到 2002 年装置能力 2 — 4

已接近 111 万吨/年,开工率 78%,用于 MTBE 生产消费的甲醇达到 34 万吨。因此, 今后几年我国 MTBE 需求量将有一定的增长,但增长幅度不会太大。 预计到 2007 年,国内 MTBE 生产将达 150 万吨左右,约消耗 57 万吨甲醇。到 2015 年,国内 MTBE 生产将达 210 万吨左右,约消耗 80 万吨甲醇。 ③ 甲醇燃料电池 甲醇燃料电池分为直接甲醇燃料电池和间接甲醇燃料电池两种。 燃料电池最早是以纯氢为燃料的,但氢气输送及贮存不便,因此,一般采用间 接制氢,制氢原料可以是甲醇、汽油等。甲醇氢含量高,裂解制氢的温度低,因此, 甲醇燃料电池的发展很快。间接甲醇燃料电池是目前最为成熟的燃料电池技术。 直接燃料电池是甲醇与水在阳极发生电化学反应,产生 CO2、H+和 e-,H+通过 离子交换膜迁移到阴极,并与 O2 反应生成水,电池端电压为 0.6~0.7V,功率可达 500~600mw/cm2。 直接燃料电池是一类有发展前途的燃料电池, 其发展方向是提高甲 醇转化率,减少甲醇的渗透和提高催化剂的利用率。目前直接甲醇燃料电池尚处研 究阶段。 目前世界各国汽车公司都在进行甲醇燃料电池的研究,以间接燃料电池技术为 主。 Daimler Chrysler 公司是燃料电池汽车的典型代表, 该公司已开发出 NECAR3 型 汽车,目前已发展到 NECAR5 型,采用以甲醇为液体燃料经重整后转化为氢,计划 于 2004 年生产出 10 万辆甲醇燃料电池商用车,还与甲醇生产商 MATHENEX 和 STATOIL 联合进行推广。该公司经评估后认为甲醇燃料电池是非公共汽车最好的代 用燃料。 美国为促进甲醇电池汽车的技术开发和市场推广,在 1999 年 9 月由总统签署法 案,以低税率和政府补贴的方式对甲醇燃料电池汽车给予支持。 甲醇燃料电池改进了空气质量,相对于传统的汽柴油燃料,对水的污染小,毒 性低,作用安全性高,减少对石油资源的依赖程度。预计今后十年,甲醇燃料电池 将有飞速发展。 (2)甲醇作为有机化工基本原料 ① 甲醛 甲醛是甲醇的重要下游产品,其消耗量目前为甲醇用量的 35%~60%,且多年 2 — 5

来基本稳定不变。甲醛主要用于生产热固性树脂,以及丁二醇、MDI(甲苯二异氰 酸酯)和聚甲醛。脲醛(UF)树脂、酚醛(PF)树脂和聚甲醛树脂占甲醛总需求量 60%,UF 和 PF 树脂占需求的 50%以上,主要用于民用和建筑业等。 预计到 2007 年,我国甲醛的年需求量为 330 万吨,届时年需求甲醇 152 万吨。 到 2015 年,我国年需求甲醇约为 210 万吨。 ② 乙酸 乙酸是消耗甲醇的重要产品之一,其消耗量约占甲醇用量的 7%~8%。1997 年 后,以 7.5%的平均年增长率递增。乙酸可生产乙酸乙烯、乙酸纤维和乙酸酯等,其 需求与涂料、粘合剂和纺织等方面的需求密切相关。2002 年,甲醇羰基合成法乙酸 产量 44.8 万吨,消费甲醇约 25 万吨。“十五”期间,随着乙酸乙烯,乙酸酯,乙酐 /乙酸纤维素和 PTA 的需求量增长,乙酸的需求量也进一步的增长,因此,我国现有 甲醇羰基合成法乙酸装置的改扩建以及新装置的建设都在积极进行之中。 预计 2002~2015 年的年均增长率将高达 7.5%。到 2007 年,用于乙酸生产的甲 醇约需 87 万吨。到 2015 年,将约需甲醇 110 万吨。 ③ 甲胺 甲胺是一甲胺、二甲胺及三甲胺的统称,甲胺系列产品广泛应用于有机化工原 料、医药、农药、染料等各个部门的生产。2002 年,国内甲胺能力总计约 15 万吨/ 年,产量近 12 万吨,当年消费甲醇约 19 万吨。今后,甲胺在农药行业上的消费将 会有所下降,而在医药和其他有机化工原料,特别是二甲基甲酰胺等方面的消费将 会有较大的增长。 预计 2007 年,我国甲胺生产需要甲醇量将达到 25 万吨左右。到 2015 年,我国 甲胺生产需要甲醇将达到 34 万吨左右。 ④ 对苯二甲酸二甲酯 对苯二甲酸二甲酯(DMT)是生产聚酯的重要原料。2001 年,我国 DMT 产量 超过 30 万吨,消费甲醇约 14 万吨。由于目前及今后新建聚酯装置大多以对苯二甲 酸为原料采用直接酯化工艺技术,今后 DMT 需求甲醇有所下降。因此,“十五”期 间,没有 DMT 扩建和新建的项目计划。预计到 2007 年,国内 DMT 生产将基本维 持现有的水平,需要消费甲醇量约 8 万吨。到 2015 年,需要消费甲醇约 3 万吨。 ⑤ 甲基丙烯酸甲酯 2 — 6

甲基丙烯酸甲酯约占全球甲醇需求的 2%~3%,主要用来生产丙烯酸板材、表 面涂料和模塑树脂等,预计发达国家的增长速度比较适中,而亚洲地区的增长速度 较快。 ⑥ 甲醇制醋酸 甲醇羰基合成生产醋酸其产物为醋酸。醋酸生产的原料有甲醇和一氧化碳。 醋酸是有机羧酸的一种,是重要的有机化工原料。最主要的用途是生产醋酸乙 烯、醋酐、醋酸纤维素、醋酸酯类、对苯二甲酸、氯乙酸和醋酸盐类等。 醋酸也是纺织、轻工、医药、食品、采油等工业不可缺少的重要原料,它可用 来生产透明塑料、包装材料、建筑材料、电影胶卷、照相底片、X 光片基、香烟滤 嘴、合成味精、人造香精、人造革、化妆品、玻璃纸、粘合剂、燃料、涂料、油漆、 牙膏等,又可用来制造纸张加工助剂、真丝织物处理剂、塑料增塑剂、橡胶促进剂 等,还可用来合成解热药、止痛片、维生素、植物生长激素等。 目前醋酸的用途还在继续开拓中,尤其作电子元件和功能材料等方面的应用正 在取得新的进展。因此醋酸的生产不仅关系到化学工业本身的发展,而且和国民经 济各行各业休戚相关,直接影响到人民的吃穿住行用各个方面。 我国现有醋酸生产企业大多数采用乙醇乙醛法,该工艺技术落后,原料和公用 工程消耗高, 大多数已处于停产和淘汰境地。 占总生产能力 37.8%的乙烯乙醛法醋酸 生产厂家由于我国石油制乙烯难以满足其下游产品生产的需要,从长远观点看必将 受乙烯原料短缺的制约,该法醋酸产量必将大幅度下降。 甲醇低压羰基合成醋酸方法与其它醋酸生产方法相比具有明显的优势,二十世 纪八十年代以来国外新建醋酸装置大部分采用此法。 ⑦ 其他衍生物 甲醇在有机合成中的应用十分广泛,除以上所列产品及医药、农药和溶剂外, 还大量用于生产、丙烯酸甲酯、二元醇醚、二甲苯酚、溴甲烷等一系列产品的生产。 2002 年,这些衍生物生产中消费甲醇约 10 万吨,预计到 2010 年,这方面的甲醇消 费量将提高到 15 万吨左右。 总之,随着国家有关甲醇燃料政策的出台,甲醇在燃料方面的消费需求量将会 有较大的增长。另外,甲醇作为重要的有机原料,其衍生物生产仍将占据最大的市 场份额,其中增长最快的将是甲醛、乙酸、甲胺等方面的生产。随着国民经济的快 2 — 7

速发展,今后我国甲醇的需求仍将保持较为强劲的增长势头。到 2010 年我国甲醇总 需求量约为 980 万吨,2015 年将达到 1100 万吨左右。届时,甲醇供需矛盾仍然十分 尖锐,新建大型甲醇生产装置或进行联醇装置的技术改造势在必行。随着我国加入 世贸组织,进口甲醇继续冲击国内市场的局面在所难免。当务之急是迅速提高国内 甲醇生产的整体竞争能力,新建装置要采用先进的工艺技术,方能解决市场供需矛 盾并促进国内甲醇工业的稳步发展。 2.2 市场预测分析 2.2.1 国外生产状况 从上世纪的 20 年代开发成功合成气生产甲醇以来,甲醇工业得到了飞速发展。 近 20 年来,世界甲醇生产能力的地区分布及生产状况已发生了巨大的变化,甲醇工 业与天然气的开发是同步发展的,新建装置大多建在天然气资源丰富的地区。这些 地区的需求有限,因此大量的甲醇出口到美国、西欧和日本,而美国、西欧和日本 的装置则由于经济方面的原因,已逐步减产或关闭,转化而进口甲醇。如日本曾是 世界上主要的甲醇生产国,但目前已没有甲醇生产装置;新西兰也将关闭 2 套总生 产能力为 97 万吨/年的甲醇生产装置,美国关闭了总能力为 340 万吨的套甲醇装置。 欧洲国家如奥地利、法国、芬兰、西班牙等国的一些以石脑油、煤或重油为原料的 甲醇生产装置将关闭。预计这种趋势将会进一步发展。 目前,甲醇生产世界分布也比较广。依据生产能力的大小,依次分布在北美、 拉丁美洲、中东、东亚、东欧、西欧、大洋洲及非洲等地区。其中美洲是世界上最 大的甲醇生产地区,占世界总生产能力的近 40.0%(其中北美占 20.0%,拉丁美洲占 19.77%)亚洲占世界总生产能力的 28.7%(中东占 15.6%,东亚占 13.10%) ;欧洲占 世界总生产能力的 22.60%(西欧占 10.30%,东欧占 12.30%) ,大洋洲占 6.4%,非洲 占 2.5%。 世界甲醇生产以大型化为主, 其中装置能力大于 30 万吨/年的装置合计生产能力 达到 3051.2 万吨/年,占世界甲醇总能力的 79%,由此可见甲醇生产的大型化是世界 甲醇生产发展的主流。 (不含中国) 世界 目前甲醇总生产能力约为 4030 万吨/年左右。 国外甲醇主要生产企业见下表:

2 — 8

世界主要甲醇生产企业一览表 表 2-2-1
序 号 1 2 3 4 5 生产国和公司 美 国 Terror Industries Motiva Millenium Lyondell Hoechst Celanese 85 30 66 72 60 50 37.5 45 78 加拿大 10 Hoechst Celanese Canada 11 Methanex 12 Methanex 智 利 13 Methanex No.1 14 Methanex No.2 15 Methanex No.3 特立尼达· 多巴哥 16 Caribbean Methanol CO 17 Methanol No.4 18 Trinidad & Tobago Methanol Co.A 19 Trinidad & Tobago Methanol Co.B 20 Titan Methanol 委内瑞拉 21 Metor 22 Supermathanol 巴林 23 Gulf Petrochemical Industry 伊 朗 24 NPC 卡 塔 尔 25 QAFAC 合 83.0 计 66 46.2 44 Methanex 45 Methanex 46 Methanex 47 Methanex 48 Nafinal Petro Chemicals No.1 49 Nafinal Petro Chemicals No.2 73.5 67 43 ICI 新西兰 50 70 70 53 33 30 3051.2 55 55 46 55 85 42 Statoil 英国 50 80 92.5 97.5 37 BASF 38 DEA 39 Mitteldeutsche Erdol-raffinerie 荷兰 40 Methanor No.1 41 Methanor No.2 挪威 83 42 42 74 50 57 32 Petrunas 俄罗斯 33 Azo factory Schenkino 34 Metafrax 35 NCK 乌克兰 36 Severodonetsk Azot 德国 32 44 60 65 35 84 78 26 27 28 29 30 Ar-Razi Ar-Razi Ar-Razi Ar-Razi Ibn Sino 生产能力 (万吨/年) 序 号 生产国和公司 沙特阿拉伯 No.1 No.2 No.3 No.4 印度尼西亚 31 Kaltaim Methanol 马来西亚 66 66 85 85 66 66 90 生产能力 (万吨/年)

6 Hoechst Celanese 7 Enron 8 BP Amooco/Sterling Chemicals 9 Borden

2 — 9

2.2.2 国外近几年已有和在建的生产能力、产量情况及变化趋势 20 世纪 90 年代以来,国际甲醇生产装置规模大都在 50~60 万吨/年,100 万吨/ 年级以上的甲醇装置也已投产,世界甲醇生产呈现出大型化发展的趋势。近几年已 建、在建的甲醇装置除了大型化/超大型化的特点外,建设甲醇装置的生产国多在原 料丰富、价格相对便宜的国家或地区。如中东、拉美以及南亚(由于有丰富的海底 气田)国家或地区。 南美及拉丁美洲具有丰富廉价的油气资源,是未来几年世界甲醇生产能力增长 是快的地区。委内瑞拉、智利、特立尼达等国都有新建大规模甲醇生产装置的计划, 2003 年该地区生产能力接近一年 1000 万吨/年。另外,在亚洲,由于中东地区几套 新建装置的相继建成投资,其产量会逐步增加。 关于今后几年世界甲醇生产能力分布格局的变化,有两方面因素应引起注意: 第一,一些天然气资源丰富的国家,尽管其国内需求有限,但仍在建可拟建大型或 超大型甲醇装置,用以向其它国家出口。如拉丁美洲的特立尼达、中东的卡塔尔以 及东欧、东亚、中东地区的其他国家大量新建、扩建甲醇装置的同时,由于经济性 及期货一些方面的原因,一些工业发达的国家纷纷关闭一些效率不高的甲醇装置, 转向其他国家进口甲醇。 国外近十年甲醇生产能力和产量的变化如下表 2-2-2 所示。 国外甲醇生产能力和产量变化情况 单位:万吨/年
年份 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 年均增长率 % 生产能力 2400 2477 2550 2600 2932 3198 3395 3450 3778 3841 3994 3.21 2.95 1.96 12.77 9.07 6.16 1.62 9.51 1.67 3.98 4.81 产能年增长率 % 产量 2050 2150 2265 2390 2470 2587 2610 2800 2889 2983 3064 4.88 5.35 5.52 3.35 4.74 0.89 7.28 3.18 3.25 2.72 3.75

表 2-2-2
产量年增长率 %

从上表可以看出,产能增长率变化比较大,而产量率比较平滑,这也反映出装 2 — 10

置建设有时相对集中,而产量(就世界产销平衡说,产量和消费量几乎相等)稳步 增长,就年均增长率而言,产能增长率略高于产量增长率。 2. 2.3 我国甲醇装置的生产现状 我国甲醇生产起始于 20 世纪 60 年代, 年代也建了一些规模很小的甲醇装置。 50 总结我国的甲醇工业的发展历程,大致可分为如下阶段: 上世纪 50 年代,随产国民经济的发展,对甲醇的需求量增加了,为了满足当时 国家的需要,建设了小规模的甲醇装置,同时在一些小型实验室对甲醇技术进行了 研究。60 年代初,随着太原、吉林几个当时大型的化工基地的建成,在这些化工区 建设了几套以煤(或焦炉气)为原料的较大型的甲醇装置,规模在 2~5 万吨/年。 60 年代,小合成氨厂在我国迅速发展,原料以煤为主,由于生产合成氨和甲醇 的合成气生产工艺相同或相近,于是大量的联醇装置发展起来,生产能力小的 2000~3000 吨/年, 大则 3 万吨/年左右, 大多数在 1 万吨/年左右。 这些联醇厂的建立, 满足了当时国内市场对甲醇的需求。 70~80 年代, 国内甲醇装置在数量增加的同时, 四川和山东齐鲁石化公司引进技 术,建设了当时国内最大的甲醇生产装置,生产能力各为 10 万吨/年,甲醇生产技术 也有了较大的提高,在消化、吸收国外引进技术的同时,国内甲醇配套技术也有了 较大的发展。80 年代后期直到现在,甲醇单套最大生产能力达到 20 万吨/年,生产 技术和国产化技术也有了质的飞跃。 最近十年, 国内甲醇生产能力由 1994 年的 161.6 万吨/年增加到 2004 年的约 600 万吨/年,产能增加近 4 倍,产量由 1994 年的 125.5 万吨/年增加到 2004 年的约 430 万吨/年,产量增加了 3.43 倍。 由于目前我国甲醇装置相当部分为联醇装置,装置规模小,远低于经济规模, 但 5 万吨/年以下的装置生产能力占到总生产能力的约 1/2, 这些装置的高能耗、 高污 染、高成本、质量不稳定、低开工率是其丧失了产品的竞争能力。特别是 1 万吨/年 规模的甲醇厂很多,这些厂由于生产成本高及开车不稳定等原因,一旦甲醇价格高, 这些厂有利可图,装置纷纷开车,一旦甲醇价格回落,这些厂由于抗风险能力差, 成本高,就纷纷停车,因而造成国内甲醇产量时有下降的现象。 在我国已加入世贸组织的今天,缺乏竞争能力的小甲醇厂会逐步被淘汰。 目前,中国甲醇生产装置约 150 套,单套规模在 20 万吨/年的仅有一套。10 万 2 — 11

吨/年级以上规模的 12 套左右;5 万吨/年以上合计近 30 套。其余小甲醇装置多以煤 头联醇为主。下表为国内甲醇较大企业的基本情况。 目前国内主要甲醇生产企业一览表 表 2-2-3
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 生产企业 青海格尔木炼油厂 中石油吐哈油田甲醇厂 榆林天然气化工厂 中石化四川维尼纶厂 四川西北气矿甲醇厂 湖南大乘资氮集团公司 湖南湘氮实业公司 中原化工股份有限公司 德州恒生化工公司 齐鲁石化第二化肥厂 山东鲁南化肥厂 安徽淮北集团公司 上海焦化有限公司 上海吴泾化工公司 大庆油田甲醇厂 哈尔滨气化厂 太原化工集团公司 长庆油田 吉林化学工业公司 大连化学工业公司 南京化学工业公司 福建三明化工总厂 湖北中天集团 生产能力 (万吨) 10 8 扩建 24 22(6+16) 23(10+13) 10 6 8 8 7 10 6+10 7.5 20 8 10+10 14 6 10 6 6 5.5 5 5 投产日期 99.6 00.10 94.5(03.7) 79.12 99 92 87.2 92.10 94.10 87.6 00.7 73.10 93 75.11 91.2 93.9 63 02 煤 煤 渣油 煤 煤 煤 煤 天然气 焦炉气 煤 天然气 重油 天然气 重油焦 重油 天然气 联醇 低压法 低压法 低压法 联醇 联醇 低压法 原料 天然气 天然气 天然气 乙炔尾气 天然气 煤 低压法 低压法 低压法 联醇 联醇 联醇 联醇 低压法 低压法 联醇 低压法 联醇 中压法 工艺路线 低压法

2 — 12

序号 24 25 26 27 28

生产企业 巨化集团公司 中原气化遂平化工厂 山西原平化学工业集团 安徽吴源化工有限公司 新疆独山子炼油厂

生产能力 (万吨) 3+6 10 10 6 3

投产日期

原料 煤 天然气 煤 煤

工艺路线 联醇 低压法 联醇 联醇 低压法

现改制氢

天然气

提高单套装置的能力,降低甲醇生产成本,进而提高产品竞争力是国内企业考 虑的问题。 2.2.4 国内近年在建生产能力的变化趋势 近几年,尤其是 2002 年以来,甲醇市场比较看好,价格较长时间维持在高价位 上。一些企业在新的形势下,为了抢占未来的甲醇市场,我国已有几十家企业向国 家及省、市区计委申报了建设甲醇装置,单套装置生产能力均在 10 万吨/年以上。 国内新建设甲醇项目一览表 表 2-2-4
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 建设单位 内蒙古伊化集团总公司 盘锦化工有限责任公司 兖矿济宁甲醇项目 包头天然气化工基地 湖北省化肥分公司 兖矿煤业榆林能化有限公司 邯郸煤化工总公司 山西现代煤产业有限公司 中原化工股份有限公司 渭河化肥股份有限公司 神木化工有限责任公司(一、二期) 新奥集团股份有限公司 生产规模 20.5 10 50 30 20 60 8.1 20 30 20 20+40 60 已开车 一期已开车,二期在建 在建 备 注

2 — 13

序号 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34

建设单位 宁夏煤化工有限责任公司 榆林天然气化工厂 兖矿集团国泰有限公司 兖矿国际焦化甲醇项目 兖矿集团国岩有限公司(一、二期) 中海油海南化学有限公司 重庆化医控股-三菱化工公司 山西焦化集团有限公司 内蒙古鄂尔多斯华建能源有限公司 哈尔滨气化厂 香港建滔重庆化工有限公司 惠生(南京)化工有限公司 永城煤电集团有限公司 新疆克拉玛依石化公司 上海焦化有限公司 云南煤化基地 宁夏丰友 国阳新能 河南中原大化集团 包头神木联合企业 神华集团煤化公司 山东久泰集团公司

生产规模 60 20 25 25 50+50 60 85 12 40 25 75 30 50 20 45 170 40 45 40 30 180 90





已开车 焦炉气制甲醇,准备开车

焦炉气制甲醇

在建

2.2.5 国内外甲醇需求现状及预测 2.2.5.1 国外市场近期、远期需求量预测

目前,世界甲醇的消费顺序是:甲醛、甲基叔丁基醚、直接作燃料、溶剂、醋 酸、对苯二甲酸二甲酯(MDT) 、甲基丙烯酸甲酯及二甲醚等。预测今后数年世界甲 醇的消费顺序大体不变。 2 — 14

在美国,2001 年甲醇的消费构成如下表 2-2-5 和图 2-2-1。 2001 年美国甲醇消费构成 表 2-2-5
消费领域 MTBE 甲醛 醋酸 甲烷氯化物 甲基丙烯酸甲酯(MMA) 甲胺 对苯二甲酸二甲酯(DMT) 乙二醇甲基醚 其他 合计
其他 14.09% 乙二醇甲基醚 0.72% 对苯二甲酸二甲酯 1.60% 甲胺 2.47% 甲基丙烯酸甲酯 2.82% 甲烷氯化物 6.44% MTBE 37.28%

单位 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年

消费甲醇量 317.4 193.5 100.9 54.9 24.2 21 13.6 6.1 120 851.5

消费构成(%) 37.28 22.72 11.86 6.44 2.82 2.47 1.60 0.72 14.09 100

醋酸 11.86%

甲醛 22.72%

图 2-2-1 2.2.5.2

美国甲醇消耗构成(2001 年)

国外甲醇近年的消费情况及未来需求预测如下表所示。

世界甲醇生产消费情况表 2 — 15

(万吨/年)
年 份 1992 1993 1994 1995 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 2005 2010 生产能力 2400 2477 2550 2600 2932 3198 3395 3450 3778 3841 3994 4294 4426 消费量 2050 2150 2265 2390 2470 2587 2610 2800 2889 2983 3064 3378 3983 开工率 % 86 87 89 92 84.3 81.0 79.4 80.1 76.5 77.7 79.8 85.8 90 备

表 2-2-6


按 5%增长预计

从世界甲醇的消费结构现状和预测来看, 今后甲醇的消费结构与现状基本相似; 占居第一位仍为甲醛,约占 35%~36%;其次为 MTBE 约占 27%;再其次为醋酸, 约占 7%~9%。 世界甲醇需求量预测

亚洲和太平洋地区需求量预测

图 2-2-2

世界甲醇需求预测

从总体来讲,目前世界甲醇的供需基本平衡,但不同地区情况各异。根据目前 2 — 16

的现状和今后的预测,加拿大、拉丁美洲、东欧、中东、非洲、大洋洲这些国家和 地区生产的甲醇供大于求,是世界主要的出口国或地区;而美国、西欧、亚洲这些 国家和地区生产的甲醇供不应求,主要依赖进口解决,是主要的进口国或地区。详 见表 2-2-7: 世界甲醇净进口现状及预测 (万吨/年)
国家和地区 美 国 加拿大 拉丁美洲 西 欧 东 欧 中 东 非 洲 日 本 东 亚 大洋洲 1990 年 95 -157 -53 256 -75 -157 -61 154 36 -38 1995 年 133 -159 -160 294 -79 -150 -61 188 128 -134 1997 年 134 -128 -281 302 -47 -93 -63 206 131 -162 1998 年 164 -99 -310 261 -28 -141 -54 216 147 -156 2000 年 222 -88 -408 324 -64 -294 -61 244 229 -105 2005 年 286 -91 -460 411 -158 -463 -53 306 305 -84

表 2-2-7
2010 年 359 -151 -628 477 -132 -697 -54 394 510 -77

注:东亚不包括日本

2.2.5.3

国内市场近期、远期需求量预测

我国甲醇的目前消费主要用来生产甲醛、燃料甲醇、醋酸、甲胺、MTBE、对苯 二甲酸二甲酯、硫酸二甲酯等。 我国是目前世界上甲醇需求增长最快的地区之一。虽然国内正在筹建的甲醇项 目很多,但据专家预测,随着国内甲醇下游产品开发及甲醇掺烧汽油、甲醇制二甲 醚等产业的快速发展,国内甲醇市场在近期内仍有缺口。甲醇市场的主要竞争对手 是进口货,因此唯有低成本的项目才能在日后的市场竞争中获胜。另外,未来甲醇 制烯烃等化工产品将存在着巨大的甲醇消费潜在市场。 甲醇消费的总状况与国民经济的总体发展密切相关。2001 年我国实际消费甲醇 总量为 350 万吨,主要应用于:甲醇衍生物占 69%、燃料占 7%、溶剂占 5%、医药 占 6.5%、农药占 8.5%、其他占 4%。表 2-2-8 和 2-2-9 为甲醇衍生物消费甲醇情况。 2 — 17

甲醇衍生物消费甲醇数量表 表 2-2-8
消费甲醇数量(万吨/年) 产品名称 2000 年 甲 醛 醋 酸 混合甲胺 甲基叔丁基醚(MTBE) 聚乙烯(PVA) 对苯二甲酸二甲酯 (DMT) 甲烷氯化物 其他衍生物 192 8.2 9.9 9 2.86 2.44 2.6 16 2001 年 199.6 15.2 10.9 9.45 2.92 2.48 3.2 17.2 2002 年 207.5 28 12. 9.9 2.98 2.52 4 18.3 增长率 % 4.0 85.0 10.0 5.0 2.0 2.0 25.0 7.0

甲醇衍生物甲醇消费构成(%) 表 2-2-9
消费领域 甲 醋 醛 酸 消费比例 (%) 72.76 9.82 4.21 3.47 104 消费领域 对苯二甲酸二甲酯(DMT) 甲烷氯化物 其他衍生物 合 计 消费比例 (%) 0.88 1.40 6.42 100

混合甲胺 MTBE 聚乙烯醇(PVA)

本可研从甲醇国内近年的生产、进口量与消费量入手,对其进行分析,参见国 内甲醇消费量变化情况表预测甲醇的未来需求。 九十年代初期,由于国内甲醇产量满足不了国内市场的需要,我国开始大量进 甲醇,以平衡国内市场的供需缺口。表 2-2-10 国内近年甲醇产能、消耗和进出口情 况。 甲醇产能、产量和表观消费量及净进口量 2 — 18

表 2-2-10
项 目 1986 年 1988 年 1990 年 1992 年 1994 年 1996 年 1998 年 2000 年 2001 年 2002 年 2003 年 2004 年 产量 /kt 454 570 640 871 1069.6 1411.9 1581.7 1986.9 2064.8 2520 3000 4300 能力 /kt 554 676 860 1060 1300 2938.6 3175.1 3600 3700 4450 4960 5980 净进口量 /kt -3.9 41.5 43.5 158.8 79.3 413.9 662.2 1306.1 1511.7 1799.7 1437 1200 表观消费量 /kt 450 611.5 683.5 1029.8 1148.9 1825.8 2243.9 3293.0 3576.5 4319.7 4440 5300 开工率 /% 81.9 84.3 74.4 82.2 82.3 48.0 49.8 55.2 55.8 56.6 60.0 71.7 自给率 /% 100.0 93.2 93.6 84.6 93.1 77.3 70.5 60.3 57.7 58.3 67.6 81.1

从 1992-2003 年,国内甲醇消费量平均年增长率为 13.74%,1998-2004 年消费 量年均增长率也在 19.4%左右。未来几年,国内甲醇消费量年均增长率按 10%计 (2005) ,2006-2010 年按 15%计(保守值) ,以 2004 年为基准,国内甲醇未来需求 量如下表 2-2-11。 国内甲醇未来需求量预测 (万吨/年)
年 份 2004 550 605 695.8 1113.3 2005 2006

表 2-2-11
2010

消费量 需求量

国内目前有效的甲醇生产能力只有 600 万吨/年。 70%开工率计算, 按 产量为 420 万吨/年, 2005 年国内甲醇缺口 185 万吨/年。 则 2006 年按目前有效的甲醇生产能力, 按 70%开工率计算,缺口 275.8 万吨/年,2010 年按目前有效的甲醇生产能力(淘汰 占目前生产能力约 1/3 装置规模在 1 万吨/年以下的甲醇生产装置)仍按目前有效的 2 — 19

甲醇生产能力 600 万吨/年计,按 85%开工率甲醇缺口 603.3 万吨/年。 另外,随着汽车行业的飞速发展,待国家燃料汽油掺甲醇的标准颁布后,甲醇 作为燃料汽油的添加剂将有井喷式的消费,将占甲醇消费的很大比重。2004 年甲醇 作为燃料汽油消耗在 200 万吨左右 (有资料报道) 我国 2004 年汽油消费量约为 7000 。 万吨,增长率按 8%计,2010 年汽油消费量可达 10360 万吨,若 2010 年按 M10 甲醇 汽油,50%的普及率,燃料甲醇的需求量将达到 500~600 万吨。 在燃料方面,为控制城市空气污染,国家已实施汽油无铅化计划,甲醇燃料应 用的需求将有较大发展。甲醇是一种易燃液体,燃烧性能良好,辛烷值高,抗爆性 能好,被称为新一代燃料。甲醇掺汽油,在国内、外一般向汽油中掺混甲醇 5~15%, 提高了汽油的辛烷值,避免了因添加四乙基铅引起对大气的污染。近年国内甲醇汽 油燃料的开发进展很快,目前已生产出以甲醇为燃料的汽车,并已解决甲醇——汽 油掺混的诸多技术问题。 2004 年 6 月, 四川省发布了 M10 车用甲醇燃料地方标准 (见 表 2-2-12) ,随后山西省也发布了 M5 和 M15 车用甲醇燃料地方标准(见表 2-2-13 和 2-2-14) ,这标志着我国甲醇汽油燃料的发展已经进入了一个比较成熟的阶段。 四川省 M10 车用甲醇汽油技术要求与试验方法 表 2-2-12
项目 甲醇含量,%(V/V) 抗爆性: 研究法辛烷值(RON) ≥ 抗暴指数(RON+MON)/2≥ 铅含量 a,g/L 馏程: 10%蒸发温度,℃ 50%蒸发温度,℃ 90%蒸发温度,℃ 终馏点,℃ 残馏量%(V/V) 饱和蒸汽压,kPa 从 3 月 16 日至 9 月 15 日 ≤ 80 ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ 65 110 175 205 2 90 85 93 88 0.005 95 90 97 —— 质量指标 90 号 93 号 95 号 97 号 试验方法 SH/T 0663 GB/T5487 GB/T503 GB/T5487 GB/T8020

9.5~10.5

GB/T6536

GB/T8017

2 — 20

项目 从 9 月 16 日至 3 月 15 日 ≤ 实际胶质,mg/100ml 诱导期 b,min 硫含量 c,%(m/m) 博士试验 硫醇硫含量,%(m/m) ≤ 铜片腐蚀(50℃,3h) ,级 ≤ 水溶性酸或碱 机械杂质 水分,%(m/m) 氧含量 e,%(V/V) 苯含量 e,%(V/V) 芳烃含量,%(V/V) 烯烃含量,%(V/V) 低温稳定性(-8℃,48h) ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≥ ≤

质量指标 90 号 93 号 88 5 480 0.08 通过 0.001 1 无 无 0.15 8.7 2.3 36 32 清亮透明,无分层 95 号 97 号

试验方法

GB/T8019 GB/T256 GB/T17040 SH/T0174 GB/T1792 GB/T5096 GB/T259 目测 d SH/T0246 SH/T0663 SH/T0713 GB/T11132 GB/T11132 目测 f

硫醇(需满足下列要求之) :

注 1:锰含量,其检出限量为不大于 0.018g/L,试验方法采用 SH/T0711,含锰甲醇汽油在存 储、运输和取样时应避光。 注 2:铁不应人为加入,考虑到在炼油过程和运输、储存产品时铁的污染,其检出限量为不 大于 0.01g/L,试验方法采用 SH/T0712。
a. b. c. d.

本标准规定了铅含量最大限值,但不应人为加铅。 仲裁试验以 GB/T 8018 方法测定结果为准。 仲裁试验以 GB/T 380 方法测定结果为准。

将试样注入 100ml 玻璃量筒中观察,应当透明,没有悬浮和沉降的机械杂质及分层。仲裁 试验以 GB/T 511 方法测定结果为准。
e. f.

本标准规定加入了 10%(V/V)的工业甲醇,可加入作为助溶剂的高级醇。

取样品 200ml 等量注入两只 100ml 具赛量筒中, 将容器垂直放置于已调至-8℃的低温冰箱 中,48h 后取出观察,样品应清亮透明,没有分层。

山西省 M5 车用甲醇汽油技术要求与试验方法 表 2-2-13 2 — 21

质量指标 项目 甲醇含量,%(V/V) 抗爆性: 研究法辛烷值(RON) 铅含量,g/L 馏程: 10%蒸发温度,℃ 50%蒸发温度,℃ 90%蒸发温度,℃ 终馏点,℃ 残馏量%(V/V) ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ 70 120 190 205 2 GB/T6536 GB/T503 ≥ 抗暴指数(RON+MON)/2≥ 90 85 0.005 93 88 GB/T5487 GB/T503 GB/T8020 90 号 4.8~5.0 93 号 试验方法

饱和蒸汽压,kPa 从 4 月 1 日至 10 月 31 日 ≤ 从 11 月 1 日至 3 月 31 日 ≤ 实际胶质,mg/100ml 诱导期,min 硫含量,%(m/m) 博士试验 硫醇硫含量,%(m/m) ≤ 铜片腐蚀(50℃,3h) ,级 ≤ 水溶性酸或碱 机械杂质 水分,%(m/m) 苯含量 e,%(V/V) 芳烃含量,%(V/V) 烯烃含量,%(V/V) ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≥ ≤

74 88 5 480 0.15 通过 0.001 1 无 无 0.15 2.5 38 35 清亮透明,无相分离 静置 48h 后,无相分离

GB/T8017 GB/T8019 GB/T8018 GB/T503

硫醇(需满足下列要求之) : SH/T0174 GB/T1792 GB/T5096 GB/T259 目测 SH/T0246 SH/T0693 GB/T11132 GB/T11132 目测 目测

低温抗相分离性能(-30℃,48h) 遇水抗相分离性能 (加水 2%振荡 5min)

山西省 M15 车用甲醇汽油技术要求与试验方法 表 2-2-14 2 — 22

质量指标 项目 甲醇含量,%(V/V) 抗爆性: 研究法辛烷值(RON) ≥ 抗暴指数(RON+MON)/2≥ 铅含量(h/4),g/L 馏程: 10%蒸发温度,℃ 50%蒸发温度,℃ 90%蒸发温度,℃ 终馏点,℃ 残馏量%(V/V) 饱和蒸汽压,kPa 从 4 月 1 日至 10 月 31 日 ≤ 从 11 月 1 日至 3 月 31 日 ≤ 实际胶质,mg/100ml 诱导期,min 硫含量,%(m/m) 博士试验 硫醇硫含量,%(m/m) ≤ 铜片腐蚀(50℃,3h) ,级 ≤ 水溶性酸或碱 机械杂质 水分,%(m/m) 苯含量 e,%(V/V) 芳烃含量,%(V/V) 烯烃含量,%(V/V) ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≥ ≤ 80 88 5 480 0.10 通过 0.001 1 无 无 0.15 2.5 34 30 清亮透明,无相分离 静置 48h 后,无相分离 GB/T8017 ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ 70 110 185 205 2 90 85 90 号 93 号 14.0~15.0 93 88 0.005 95 90 GB/T5487 GB/T503 GB/T5487 GB/T8020 95 号 试验方法

GB/T6536

GB/T8019 GB/T8018 GB/T380

硫醇(需满足下列要求之) : SH/T0174 GB/T1792 GB/T5096 GB/T259 目测 SH/T0246 SH/T0693 GB/T11132 GB/T11132 目测 目测

低温抗相分离性能(-30℃,48h) 遇水抗相分离性能 (加水 2%振荡 5min)

2001 年,我国甲醇的消费量为 357.6 万吨,2002 年我国甲醇的消费量为 431.97 万吨,2003 年,我国甲醇的消费量为 473.7 万吨,至 2004 年,我国甲醇的消费量增 2 — 23

长至 573.2 万吨。从 2001 年至 2004 年,短短三年间,我国甲醇的消费量增了 215.6 万吨,据有关专家分析,我国甲醇消费量迅猛增加、价格上涨的主要原因是甲醇大 量用于掺烧汽油,据初步估计,目前国内每年用于掺混在汽油中的甲醇量已超过 100 万吨。 今后数年内,随着越来越多的省份颁布车用甲醇燃料标准,甚至国家车用甲醇 燃料标准的颁布,将有越来越多的甲醇用于掺烧汽油或直接作为车用燃料,估计到 2010 年, 我国每年用于掺烧汽油或直接作为车用燃料的甲醇量将达到 500~600 万吨 以上,甲醇汽油燃料也将成为我国甲醇主要的消费领域。 据预测,2010 年我国甲醛等有机化工原料约需要甲醇 900 万吨,醇烃汽油燃料 约 550 万吨,医药工业约需甲醇 57 万吨,农药需甲醇 34 万吨,其他方面需求量约 为 60 万吨。 综上所述, 预计到 2010 年我国甲醇需求总量将达到 1600 万吨以上, 2010 年预计达到或超过美国甲醇生产和消费水平。消费构成如表 2-2-15 所示。 我国 2010 年甲醇预计消费量及构成 表 2-2-15
序号 1 2 3 4 5 6 项 有机化工原料 甲醇汽油 农药 医药 其它 合计 目 需求量 (万吨/年) 900 550 34 57 60 1601 比 例 (%) 54.60 35.62 2.20 3.69 3.89 100

2.3 目标市场及竞争力分析 2.3.1 目标市场 本项目所建的甲醇装置生产的甲醇产品未来的消费去向主要在三个方面: 传统的甲醇消费领域,主要用于有机化工产品等生产的原料,预计这方面的需 求量增长较平稳; 甲醇作为汽油添加剂、车用燃料和未来醇醚燃料二甲醚的生产原料将是未来甲 醇的巨大需求用户,目前的发展势头非常看好,其实质是甲醇做油品燃料的替代品; 2 — 24

第三个用途是做 MTO、MTP 的原料,替代石油发展石油化工产业,这是一个新 兴的产业领域。 本项目拟建 20 万吨/年甲醇装置的产品目标市场主要定位于宁夏、 中部和华东市 场。 1996~2002 年表观甲醇消费量年均增长率高达 15.6%。2000 年我国甲醇产量与 消费量的地域分布见表 2-3-1。 2000 年我国甲醇产量与消费量的地域分布 表 2-3-1
构 地区 华东 华中 华南 华北 东北 西北 西南 全国 产量/kt 564.0 445.0 12.1 251.4 186.6 236.7 291.1 1986.9 消费量/kt 1432.6 237.1 388.6 375.4 368.9 95.6 395.2 3293.4 供求平衡/kt -868.6 207.9 -376.5 -124.0 -182.3 141.1 -104.1 -1306.5 进口量/kt 产能 922.7 255.9 40.1 87.8 1306.5 37.7 14.3 2.7 9.7 11.8 11.3 12.5 100.0 产量 28.4 22.4 0.6 12.6 9.4 11.9 14.7 100.0 消费量 43.5 7.2 11.8 11.4 11.2 2.9 12.0 100.0 进口量 70.6 0 19.6 3.1 6.7 0 0 100.0 成/%

华东地区甲醇装置能力占全国甲醇总产能的 37.7%,居国内首位,产量最大。华 东地处沿海,2000 年华东地区进口甲醇占全国进口总量的 70%以上,而甲醇最大用 户甲醛工业又集中在山东、江苏等地,因此华东地区甲醇消费量占全国总产量的 43.5%。2003 年华东地区甲醇需求量接近 2.0Mt,约占全国需求量 4.74Mt 的 42.2%, 仅用于甲醛生产就消费甲醇约 1.5Mt。 华南、华北、东北及西南的甲醇消费量相近,但华南主要靠进口,2003 年消费 量为 550kt。华北地区 2003 年共消费甲醇 650kt,仅次于华东地区,居全国第 2。华 中地区消费甲醇在 400kt 以上。东北地区消费甲醇近 400kt,但其 MTBE 耗用甲醇则 明显超过其他地区。西北地区虽具有天然气和煤的资源优势,生产成本低,但其自 身需求量甚少,2003 年仅占全国总消费量的 1.5%。 a)东北市场 2 — 25

东北是我国老工业基地,这里工业基础雄厚,利用本项目所产甲醇成本低的优 势,可以开辟这个地区的市场。由于东北地区是一个相对富煤的地区,本地区甲醇 市场价格较高,生产甲醇有较强竞争力,因此本地区是本项目甲醇主要目标市场。 b)中部市场和华北市场 华北我国经济发达地区之一,也是国内最大的甲醇消费地区之一。本地区虽然 有甲醇生产原料煤(其他两种原料石油和天然气由于价格高,生产甲醇经济上难以 过关) ,但储量少,价格高,生产的甲醇成本高,竞争力相对软弱。目前该地区甲醇 消费量约在 100 万吨/年左右,未来几年有可能超过 350 万吨/年。 c)华东市场 华东是我国经济发达地区之一,这里工业基础雄厚,产业配套好,经贸活动活 跃,是国内最大的甲醇消费地区。目前国内约有 280-320 万吨/年的甲醇消费在该地 区,未来几年甲醇需求量有望达到 400 万吨/年或以上,该地区的特点是生产甲醇的 原料比较缺乏,原料价格高,从区外运送原料距离较远,使得该地区甲醇生产成本 高,甲醇价格处于较高水平,对本项目拟建的甲醇装置生产的产品有特别的吸引力。 2.3.2 市场竞争力分析 本项目拟建甲醇装置是以焦炉气为原料,有原料价格优势,本项目甲醇出厂价 1800 元/吨,价格优势明显。现就同主要的东部市场地区与当地甲醇装置的优缺点比 较如下表 2-3-2。 与华东地区装置(当地市场)竞争力比较表 表 2-3-2
本项目(宁夏) 项 目 优点 原料供应和种类 原料价格 产量成本 甲醇产品运输距离 运输费 产品+原料运输距离量 综合效益 小 适中 适中 可靠、便宜 低 低 远 高 近 低 大 缺点 优点 缺点 煤,运距远 高 高 华东地区

2 — 26

目标市场和周边市场甲醇装置竞争力比较 在目前的价格水平,就本项目甲醇和榆天化甲醇、上海焦化甲醇以及安徽淮化 甲醇在华北的市场(以到北京为参照系) 、西北市场(以到西安为参照系) 、中部市 场(以到郑州为参照系) 、东部(华东)市场(以到上海为参照系)和东南(以到宁 波为参照系) ,对价格进行比对,到岸价在此特指货物到达目的地的出厂价+运输费 用。甲醇价格比较见下表 2-3-3。 甲醇价格比较表(价格竞争力分析) 表 2-3-3
生产厂 目标市场 华北 西北 榆天化 中部 东部 东南 华北 西北 上海焦化 中部 东部 东南 华北 西北 安徽淮化 中部 东部 东南 2100 2300 (原料贵, 成本高) 2000 出厂价格 元/吨 市场价格 元/吨 2200-2500 2300-2600 2300-2600 2450-2750 2500-2800 2200-2500 2300-2600 2300-2600 2450-2750 2500-2800 2200-2500 2300-2600 2300-2600 2450-2750 2500-2800 到岸价格 元/吨 2150 2080 2150 2300 2350 2450 2550 2500 2330 2400 2250 2350 2200 2180 2250 差 价 元/吨 50-350 220-520 150-450 250-450 150-450 -250-50 -250-50 -200--300 120-420 100-300 -50-250 -50-250 100-400 270-570 250-550

从表 2-3-3 可以看出,本项目的甲醇生产成本较榆天化、上海焦化、安徽淮化均 有明显竞争优势。在东部、东北、中部和华北市场都有优势。因此本项目有一定地 理位置优势。 2.3.3 产品国内外市场销售比例预测,竞争能力和进入国际市场前景 由于国内甲醇未来市场缺口大,产品未来市场主要为国内市场,但不排除向周 2 — 27

边国家如日本等和其它地区出口的可能性。 产品在国内市场是有相当竞争力的,这是因为本装置将是国内目前最大的焦炉 气制甲醇装置,装置建在原料煤价格较低的产煤区,成本上和质量上占有相当优势。 2.3.4 产品销售渠道及销售方式 通过建立国内外销售网络以及代理商、直接销售和送货上门等多种方式和方法 销售。 2.4 产品价格分析预测 2.4.1 国内外市场产品价格现状 (1)国外市场产品价格现状 国际甲醇价格在经受了 1996 年 140-189 美元/吨相对比较平稳的价格后,1997 年价格大幅上涨, 达到 226-233 美元/吨。 2000 年以后随着世界原油市场的大幅上扬, 甲醇的价格也随之上涨,国际甲醇价格升至 160-200 美元/吨。2001 年和 2002 年,价 格分别维持在 150-168 美元/吨和 140-200 美元/吨。2003 年,由于受伊拉克战争的影 响, 价格一度升至 230-260 美元/吨的高价位, 当年平均价格约 200 美元/吨。 2004 年, 由于受国际甲醇市场看好的影响,价格在 190-220 美元/吨。 国际甲醇价格走势 表 2-4-1
年 份 单 位 价格变化基本范围 160-200 150-168 140-200 190-260 245-290

2000 2001 2002 2003 2004

美元/吨 美元/吨 美元/吨 美元/吨 美元/吨

2 — 28

(2)国内市场产品价格现状 国内甲醇价格主要受国际市场价格的影响,同时也与国内甲醇装置的技术水平 和相应经济规模作用的发挥情况有关。1998 年、1999 年世界甲醇市场竞争激烈,同 期世界原油价格较低,从而导致甲醇的价格一直处于较低的水平。2000 年以后随着 世界原油市场的大幅上扬,甲醇的价格也随之上涨,国内市场价格也向上攀升。参 见表 2-1-8,纠其原因:一是国内需求拉动,二是国际市场甲醇价格变化对国内市场 影响巨大,由于我国约有 40%的甲醇来源于进口,国内甲醇价格基本以进口甲醇到 港价为基准,然后加价 30%(含关税、商检费、仓储费、短途运输费、经销商利润 等)而定,因此国际市场甲醇价格变化对国内市场影响极大;三是室内装修装饰材 料有关国家标准的实施,对甲醇行业的冲击没有想象的那么大。原因是新标准的贯 彻执行还要有一个过程,人造板产量增长拉动甲醛在人造板领域的消费量增长 10% 左右。2003 年,国内甲醇平均价格维持在 2267-2935 元/吨左右。2004 年开始涨到 2756—2887 元。2006 年下半年甲醇市场在华东和华南已超过 3000 元/吨。

2 — 29

国内甲醇价格走势 单位: (元/吨)
平 均 2002 年 1 季度 2002 年 2 季度 2002 年 3 季度 2002 年 4 季度 2003 年 1 季度 2003 年 2 季度 2003 年 3 季度 2003 年 4 季度 2004 年 1 季度 2004 年 2 季度 2004 年 3 季度 2004 年 4 季度 2005 年 1 季度 2006 年 3 季度 1369.7 1692.2 1818.0 1887.9 2387.5 2831.5 2470.0 2648.5 2831.5 2815.0 2656.5 2743.8 2625.0 3200.0 最 高 最 低 1295.0 1465.0 1750.0 1850.0 1900.0 2525.0 2277.0 2367.0 2650.0 2660.0 2513.0 2562.0 2350.0 3150.0

表 2-4-2

1465.0 2000.0 1850.0 1940.0 2875.0 3138.0 2663.0 2930.0 3013.0 2970.0 2800.0 2925.0 2900.0 3500.0

平均
4000.0 3500.0

最高

最低

价格(元/吨)

3000.0 2500.0 2000.0 1500.0 1000.0 500.0 0.0























度 4季 20 05 年

1季

2季

3季

4季

1季

2季

3季

4季

1季

2季

3季

02 年

02 年

02 年

02 年

03 年

03 年

03 年

03 年

04 年

04 年

04 年

20

20

20

20

20

20

20

20

20

20

20

2002 年~2005 年 1 季度国内甲醇价格走势图 2 — 30

20

04 年

1季



2.4.2 甲醇价格的确定 甲醇价格受国内产量、进口量、国际价格及国内甲醇原料等诸多因素影响。 由于石油能源在国内资源并不丰富,作为消耗能源的甲醇未来价格受生产成本 和石油价格影响,随着世界甲醇产量逐年增加,生产技术改进促使生产成本降低, 必将使甲醇市场售价下降。 因此为了稳妥减少投资风险, 甲醇出厂价取 1800 元/吨 (含 税)作为项目评价基准。 2.5 主要原材料、燃料、动力价格现状及预测 宁夏宝丰能源有限公司投资建设本甲醇项目所用原料焦炉气,是由其公司内部 焦化厂所提供,其价格由宁夏宝丰能源有限公司参照市场价格协调确定,除一次水 由市场购入,燃料煤、动力电等均由公司内部供应,各种原材料燃料动力价格确定 预测如下。 2.5.1 焦炉气价格 焦炉气平均热值 14822KJ/Nm3,为天然气热值的 40%。焦炉气单价 0.2 元/Nm3, 与天然气井口等热售价相近。定此气价对供需双方利益基本平等,在较长一段时期 内是可行的。 2.5.2 一次新鲜水价 本项目用水来自宁东鸭子荡水库。根据根据宁东水务局供水价格为 2.0 元/m3。 2.5.3 电价 本项目拟从本装置余热发电机组作为主供电源,供电价为 0.4 元/度。 2.5.4 锅炉用动力 煤锅炉用煤为洗煤副产的中煤、矸石和泥煤。本项目拟建 210t/h 循环流化床中 压锅炉五台(四开一备) ,年用量为 840 万吨。本项目进厂价初定按 100 元/吨作为项 目评估价, 10 年内预计都不会突破此价格。取燃料煤价 100 元/吨为项目评估价是 在 稳妥合理的。

2 — 31

3 产品方案及生产规模
3.1 产品方案 本工程以焦炉气为原料生产精甲醇产品。 3.2 生产规模 精甲醇 公称能力: 小时产甲醇: 日产甲醇:
3.3

20 万吨/年 25t/h 600t/d

年操作日 年操作日 333 天 按 8000 小时/年设计

3.4 产品的质量指标 根据甲醇产品的国内外各行业需要,精甲醇将使用两个标准控制,即中华人民 共和国国家标准工业甲醇(GB-338-2004)和美国联邦标准(O-M-232K-98) “AA” 级和 A 级。 (1)中华人民共和国国家标准工业甲醇(GB-338-2004)如表 3-4-1。 中华人民共和国国家标准工业甲醇(GB-338-2004) 表 3-4-1
序 号 指 项 目 优等品 ≤ 0.791-0.792 5 一等品 合格品 10 0.791-0.793 标

1 色度/HaZen 单位(铂-钴色号) 2 密度ρ (20℃) ,g/cm3 3 沸程(101.3KPa, )64~65.5℃范围内 4 包括 64.6±0.1/℃ 5 高锰酸钾试验/min 6 水混溶性试验 7 水分质量分数/% 8 酸度质量分数(以 HCOOH 计)/% 9 或碱度质量分数(以 NH3 计)/%

≤ ≥

0.8 50 通过试验(1+3)

1.0 30 通过试验(1+3) 0.15 0.0030 0.0008

1.5 20 —— —— 0.0050 0.0015

≤ ≤ ≤

0.10 0.0015 0.0002

2 — 32

序 号

指 项 目 优等品 0.002 0.001 50 供需双方协商

标 一等品 0.005 0.003 合格品 0.010 0.005 —— ——

10 羰基化合物质量分数 (以 CH2O 计) /% ≤ 11 蒸发残渣质量分数% ≤

12 硫酸洗涤试验//HaZen 单位(铂-钴色号) ≤ 13 乙酸质量分数/% ≤

(2)美国工业甲醇 A 级和 AA 级标准(O-M-232K-98)如表 3-4-2 美国工业甲醇 A 级和 AA 级标准(O-M-232K-98) 表 3-4-2
序 号 指 指 标 名 称 A级 —— ≤30 ≤30 AA 级 ≤10 ≤20 ≤30 标

1 乙醇/PPm(w) 2 丙酮/PPm(w) 3 游离酸(Hac 计)/PPm(w) 4 外观 5 可炭化物(浓硫酸洗)颜色(铂-钴色号) 6 色度/(铂-钴色号) 7 馏程(760mmHg,64.6±0.1)/℃ 8 比重 d2020/g/cm3 9 不挥发物/mg/100ml 10 气味 11 高锰酸钾试验 12 水质量分数/%

无色透明, 无悬浮物, 无沉 无色透明, 无悬浮物, 无沉 淀物 淀物 ≤NO.30 不暗于 ASTM 的铂-钴 标度 5 ≤1℃ ≤0.7928 ≤10 醇类特征,无其它气味 30 分钟内褪色 褪色≤0.15 ≤NO.30 不暗于 ASTM 的铂-钴 标度 5 ≤1℃ ≤0.7928 ≤10 醇类特征,无其它气味 30 分钟内褪色 ≤0.1

3.5 全厂工艺流程图及物料平衡表

4 工艺技术方案
2 — 33

4.1 概述 4.1.1 装置组成和任务 本项目是利用宝丰能源有限公司正在建设的年产 200 万吨焦炭装置生产的剩余 焦炉气建设的甲醇项目, 公称能力为 20 万吨/年的甲醇装置。 装置的设计其内容包括: 空分、造气、压缩、转化、脱硫、压缩、甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区及相应配 套的公用工程。 4.1.2 工艺技术方案 焦炉原料气压缩采用蒸汽透平驱动的离心式压缩机压缩至 26.5MPa(A),压缩后 的原料焦炉气经非催化部分氧化转化制合成气,转化后的合成气经热回收、水冷、 分离送入湿法 NHD 脱硫,脱硫后净化气由压缩机压缩经氧化锌干法精脱硫,最后压 力为 5.0Mpa 进入低压甲醇合成、粗甲醇经三塔精馏生产 30 万吨/年甲醇。 新建空分装置提供转化用氧气及装置用氮气。 4.1.3 总体设想 (1)用国内外已有成熟生产经验的非催化部分氧化制合成气,降低能耗,降低 生产成本。 (2)用国内外已有成熟生产经验的富氧气化造气,利用本集团公司所属九鑫焦 化公司的小粒焦,价格便宜、运输近便、供应有保证。 (3)脱硫采用 NHD 脱硫,干法精脱硫最后把关,最终总硫小于 0.1ppm。 (4)甲醇合成采用等温管式反应器,5.0MPa 低压合成新工艺节能省投资。 (5)甲醇精馏采用目前最新技术的双效节能、操作稳定的三塔流程工艺。 (6)新上 12000Nm3/h 制氧装置,选用国内新型全低压单系列,分子筛净化节 能工艺,空压机选用离心式压缩机。 (7)新上 210t/h、9.98MPa 的燃煤循环流化床锅炉 5 台,为焦炉气压缩机、空 分压缩机和合成气压缩机提供动力蒸汽,并向宝丰能源循环经济项目区提供低压蒸 汽外,利用高压蒸汽压差发电,发电机装机容量为 4?25MW 满足本装置及园区的电 力需要。 (8)生产装置控制全部集中在中央控制室由 DCS 自动优化调节,以最少原材 料、动力投入,获得最大产出。 4.1.4 甲醇生产消耗定额 2 — 34

甲醇消耗定额和能耗见表 8-1-1。 4.2 空分装置 选用一套 12000Nm3/h 制氧装置:其中氧气 7800Nm3/h,3.5MPG 供转化用,同 时生产 8000Nm3/h,0.45MPa(G)的氮气作为焦炉用氮和全厂公用氮气,并提供全厂 正常生产时所需的仪表空气及工厂用空气等。 4.2.1 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和富氧造气用气,氮气作为焦炉用气, 以及全厂的安全置换用氮,现将全厂用气列表说明。 表 4-2-1
项目 用户名称 转化 外供纯氧产品 全厂用氮 纯氮产品 全厂仪表空气 气体名称 氧 液态氧 氮气 气/液氮 干燥空气 压力 MPa(G) 3.5 低压 0.45 低压或高压 0.6 气量 m3(标)/h 平均 7800 4 吨/天 4800 8 吨/天 1200 最大 9520 —— 6000 —— 1500 气体纯度 % 99.6 99.6 99.99 99.99 -40℃压力露点 连续 连续 备 注

连续

4.2.2 空分设备的选型及主要参数 转化需要氧气纯度 99.6%,氧气量 7800m3(标)/h,考虑到操作变化氧气最大用量 9520m3(标)/h,合计最大用量为 12000m3(标)/h,故选用: 12000m3(标)/h 空分设备生产能力如下: 氧气: 氮气: 液氩: 12000 m3(标)/h 6000 m3(标)/h 60 m3(标)/h 99.6% O2 99.99% N2 99.999%

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 a)增压透平膨胀机组由主机和供油系统两个撬装块组成。 b)膨胀机和增压机采用 NREC 设计软件进行设计和分析,使其效率达到最佳设 2 — 35

计值,气动性能和流场分布更加合理。 c)轴承采用径向推力联合轴承,并采用五轴数控铣床加工保证其结构和性能要 求,轴承不再进行人工修刮,可直接安装和使用,充分保证机器运转的可靠性和稳 定性。 d)供油系统充分考虑了机组运行的稳定性和可靠性,为了保证机组的稳定运转 和稳定的进油温度,采用了温度控制阀进行自动控制。 e)整套机组具有结构紧凑、布置合理、效率高、运转稳定、可靠、安装和维修 方便的特点(转子、轴承、叶轮总成可从端口直接取出) 。 (2)分馏塔 a)下塔结构采用了对流式筛板塔,具有有效流通面积大,精馏效果好的特点。 b)上塔采用填料塔结构,具有阻力小,空压机排压低,节能。 c)主换热器采用了大截面真空钎焊的铝制板翅式换热器。 d)主冷板式蒸发侧翅片采用大节距翅片,拼缝及边缘留有适当间隙,以防止 碳氢化合物在此处的凝聚,以保证主冷的安全。 e)冷箱上所采用的各类冷阀,均采用铝焊接结构,从而减少了外漏的可能。 f)塔内管道的布置采用自补偿形式,对管道进行应力分析。 g)设计时考虑了液体回灌分馏塔以缩短启动时间措施。 h)塔内主要阀门设有单独冷箱,便于阀门检修。 i)仪表管线及低温电缆采取有效措施,避免意外损伤。 j)蒸汽喷射器能力大,缩短排液时间。 k)冷箱设计结构紧凑,同时充分考虑了检修空间。 注:上下塔的组合对接由安装单位现场完成。 (3)空气压缩机 空气压缩机是本装置的关键设备,该压缩机采用单台多级离心式压缩机,带进 口可调导叶,由汽轮机驱动。该压缩机具有等温效率高,可靠性高,转子稳定性好, 可操作范围宽,制造方便,成本低等优点。 空气压缩机打气量 64200 标立方米/小时(干气),吸入压力 0.089MPa(A),排出压 力 0.63MPa(A),轴功率 9200 千瓦,蒸汽透平耗汽量 40t/h。 4.2.3 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 2 — 36

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。 4.2.4 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、分析间等。 4.2.4.1 压缩、预冷和纯化系统

从入口空气过滤器出来的空气被去除了尘埃和其他机械杂质后,经过空气压缩 机压缩至约 0.6MPa(A)进入空气压缩机后冷器, 经循环水冷却后进入空气预冷系统中 的空冷塔,在其中被水冷却和洗涤。空气冷却塔采用循环水和经水冷塔冷却过的低 温水冷却,空气冷却塔顶部设有游离水分离装置和独特的防液泛装置,以防止工艺 空气中游离水份带出。 出空气预冷系统的工艺空气进入用来吸附除去水份、二氧化碳、碳氢化合物的 空气纯化系统,纯化系统中的吸附器由两台卧式容器组成;两台吸附容器采用内绝 热双层床结构,当一台运行时,另一台则由来自冷箱中的污氮通过蒸汽加热器加热 后进行再生。 4.2.4.2 分馏塔系统

出空气纯化系统的洁净工艺空气部分进入冷箱内的主换热器,被返流出来的气 体冷却并进入下塔底部,另一部分进入增压透平膨胀机增压端增压冷却后,进入主 换热器,冷却到一定温度进入膨胀机,膨胀制冷后进入上塔中部进行精馏,在上塔 底部得到纯的液氧经液氧泵加压至约 3.6MPa(G)经主换热器复热后送去用户。 在下塔 的顶部得到 0.45MPa(G)纯氮气经主换热器复热送去用户。 4.2.4.3 氩的提纯 氩的提取采用全精馏制氩的最新技术,为了制取氩,从分馏塔上塔下部的适当 位置引出一股氩馏份气送入粗氩塔Ⅰ进行精馏,使氧的含量降低;粗氩塔Ⅰ的回流 液体是由粗氩塔Ⅱ底部引出经液体泵输送来的液态粗氩。从粗氩塔Ⅰ顶部引出的气 体进入粗氩塔Ⅱ并在其中进行深度氩氧分离,经过粗氩塔Ⅱ的精馏,在粗氩塔Ⅱ的 顶部得到含氧量≤2PPm 的粗氩气,粗氩塔Ⅱ的顶部装有冷凝蒸发器,以过冷器后引 出的液空经节流后送入其中作为冷源,绝大部分的粗氩气经冷凝蒸发器冷凝后作为 粗氩塔的回流液。 其余部分由粗氩塔顶部引出 (含氧量≤2PPm 的粗氩) 送入精氩塔, 2 — 37

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 99.999%Ar 精液氩,引出冷箱作为产品液氩(60Nm3/h 产量) 。 4.2.5 空分装置主要消耗指标 (1)原材料消耗 表 4-2-2
序号 一 名 原材料 空气 Nm3 ~64200 5.1× 8 10 氧回收率达 90% 称 单位 小时消耗 年总耗 备注

(2)动力(水、电、汽、气)消耗定额及消耗量 表 4-2-3
序号 1 2 3 4 5 名 称 单位 t t m3 kWh Nm3 小时消耗 40.0 2.6 3870 180 ~200 年总耗 320000 20800 3096000 1440000 1600000 备注

MP 蒸汽(3.5MPaG,430℃) LP 蒸汽(0.8MPaG,饱和) 循环水(Δt=10℃) 电 仪表空气

(3)吸附剂消耗 表 4-2-4
序号 1 名 分子筛吸附剂 称 单位 kg 小时消耗 1.0 年总耗 8160 备 注

次/6~8 年

4.2.6

三废排放量

三废排放量及有害物质含量 表 4-2-5

2 — 38

序 号

排放物 名 称

排放点

排放物 性状

排放 情况

排放量 /t

组成及含量

处理意见





1 废分子筛

分子筛 吸附器 水冷塔 放空消 音器 冷箱



6~8 年/次

50t/次

送厂回收 分子筛/Al2O3 或者直接 填埋 99%氮气 99%氮气 99%氮气 放空 放空 放空 直接排入大 气,无有害物 直接排入大 气,无有害物 直接排入大 气,无有害物

2 3 4

污氮 污氮 密封氮

气 气 气

连续 间断 连续

~27600Nm3/h ~13500Nm3/h ~60 Nm3/h

4.3 压缩 本工段由两部分组成:焦炉气压缩、甲醇合成气压缩。 焦炉气压缩是将常压下的焦炉气 49000Nm3/h 压至 3.0MPa(A)送至转化; 合成气压缩是将来自 NHD 的脱硫净化气等 69727Nm3/h 升压至 5.2MPa 送入甲 醇合成,另外甲醇合成循环气压缩也设置在此合成压缩机一体化。 4.3.1 压缩机型式的选择原则 压缩机的种类很多,按工作原理可区分为两大类:往复式压缩机和离心式压缩 机。在往复式压缩机中,气体压力的提高是由于压缩机中气体体积被缩小,使单位 体积内气体分子的密度增加而形成压力外高。在离心式压缩机中,气体的压力是由 高速气体分子在固定元件中使气体分子减速由速度能转化为压力能而升压。 各类型压缩机优缺点如下: (1)往复式压缩机 优点是出口压力高、效率高、气量调节时排气压力几乎不改变、可靠性好。 缺点是机器体积大而且重,单机排气量一般小于 500m3/min、多台并联、构造复 杂、易损件多、维修工作量较大、需备机。 (2)离心式压缩机是旋转式压缩机 优点是具有结构紧凑、重量轻、单机能力大、投资省,尺寸和占地面积小、易 损件少、操作维修简单、运转率高等优点。 缺点是压缩效率较低,排气压力不易过高,单台机造价较高。 (3)往复式和离心式压缩机适用范围 2 — 39

往复式压缩机宜用于单机中小流量,多台机并联的场合;而离心式压缩机宜用 于低、中压力,大流量单机组的场合。 本工段分为三个压缩机组:焦炉气压缩机组、水煤气压缩机组、合成气压缩机 组。根据各类压缩机的适用特点分别采用离心式和往复式压缩机。焦炉气压缩机选 单台离心压缩机,蒸汽透平驱动。水煤气压缩机选用 2 台往复式压缩机,电动机驱 动,一开一备。合成气压缩机选用单台离心压缩机,蒸汽透平驱动。 4.3.2 焦炉气压缩机选型 对于本工程的焦炉气压缩机由常压气柜供应,H2、CO、CH4 为主要成分,同时 气体中含有少量氨、 硫化物、 焦油及粉尘。 要求焦炉气压缩机出口压力为 3.0MPa A) ( 。 打气量约 49000Nm3/h。为保证装置的安全运行,经方案比选,选用一台离心式压缩 机,蒸汽透平驱动较适宜。在气体进口设置电捕和焦炭过滤器,过滤掉焦油及粉尘。 本工程设计负荷焦炉气最大量为 49000Nm3/h,由常压压缩至 3.0MPaA。 采用离心压缩机,蒸汽透驱动,单台无备机。主要技术参数如下: 进气压力 排气压力 单台打气量 驱动功率 0.1005MPa(A) 3.0MPa(A) 54000 Nm3/h(110%负荷) 10600kW

驱动透平耗蒸汽量(3.8MPa,450℃) 45.5t/h(凝汽式透平) 4.3.3 合成气压缩机及循环机选型 由 NHD 脱硫来的气压力为 2.6MPa(A),甲醇合成需要的压力为 5.8MPa(A),气 量大、压差较小。本装置生产能力为 20 万吨甲醇,国内已有成功的离心式合成气压 缩机运行经验。因此本工程选用单台离心式压缩机,用蒸汽透平驱动。 合成气-循环气离心式压缩机 1 台 合成气进气压力 合成气打气量 排气压力 循环气进气压力 循环气进气量 排气压力 计算轴功率 2.6MPa(A) 80000Nm3/h 5.2MPa(A) 5.2MPa(A) 400000Nm3/h 5.8MPa(A) 3500kW 2 — 40

蒸汽透平耗蒸汽量(2.4MPa,320℃)23t/h 4.3.4 压缩工段工艺流程 (1)焦炉气压缩机工艺流程详见 (2)合成气压缩机及循环机工艺流程详见 4.3.5 原材料、动力消耗定额 (1)动力(水、电、汽、气)消耗定额及消耗量
序 号 1 2 3 4 5 6 7 名 称 规 格 使用 情况 连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 单位 消耗 定额 144.06 18.593 102.544 0.024 0.92 1.82 -2.74 小时消耗量 备 注 正常 3602 464.8 2564 0.6 23 45.5 -68.5 最大 3962 744

循环水 电 电 低压蒸汽 过热蒸汽 过热蒸汽 冷凝液

32℃,0.4 MPaG 380V 6000V 0.8MPaG 饱和 2.5MPaG,380℃ 3.8MPaG,450℃ 56℃,0.4MPaG

t kW?h kW?h t t t t

2 — 41

(2)三废排放量 三废排放量及有害物质含量
序 号 1 废物 名称 废水 温 度℃ 40 压力 Mpa(G) 常压 排出 点 污水 处理 排放量 组成及含量 单位 T/h 正常 1.74 最大 2.0 含焦油 处理 处理意见 备注

4.4 转化 4.4.1 转化生产方法和工艺特点 4.4.1.1 转化的反应过程和特点 焦炉气和天然中都含有一定量的甲烷,但生产甲醇只需要 CO、CO2 和 H2 气, CH4 是甲醇合成气中的惰性气,需要通过转化反应将 CH4 变成 CO、CO2 和 H2。从目 前的技术发展看,焦炉气生产合成气的工艺有蒸汽转化和非催化部分氧化转化、蒸 汽—纯氧催化部分氧化转化等几种工艺。 焦炉气的组分中甲烷含量约为 23~28%(V)及多碳烷烃和烯烃,将烃类转化成 合成甲醇所用的有效气体 CO 和 H2 均采用转化工艺,转化气残余 CH4<0.4%,转化 率高。目前工业常用的有以下几种工艺: (1)蒸汽催化转化,一是用蒸汽与 CH4 一段催化转化生成 CO、CO2 和 H2。这 种工艺投资高,但需要消耗多量工艺蒸汽和燃料,操作费用高,CH4 转化率较低。 二是一段蒸汽催化转化加二段纯氧转化工艺,由于一段蒸汽转化炉本身的工况及结 构的要求,其顶部烧嘴、转化管、下集气管等必须使用特殊材料,在对焦炉气在一 段转化炉烃类的转化量不是很多,同时也需要空分装置,才能完成转化任务,一次 性投资较大。 (2)非催化部分氧化转化最早用于重油转化,此法不需要进一步净化,直接进 入转化,转化在无催化转化炉内进行,转化后的转化气再进行净化,其转化温度高 达到 1300~1400℃,对天然气为原料,燃料气的消耗要比纯氧催化转化工艺高 25~30%,耗氧、蒸汽消耗比纯氧转化分别高 40%、20%,转化后的气体中 CO2 体积 分数高达 10%,到目前为止还没有采用非催化部分氧化转化工艺的工业装置。但是 对焦炉气而言,由于焦炉气中的甲烷含量低,耗氧与纯氧转化基本持平,无需加蒸 汽,利用自反应水即可达到转化炉出口的甲烷小于 0.4%V,还有一个优点是转化气 2 — 42

的二氧化碳的含量(2.5%V)比纯氧催化部分氧化转化二氧化碳的含量(8.5%V)低, 是甲醇合成理想二氧化碳的含量。 (3)纯氧催化部分氧化转化工艺中的转化炉不需要特殊钢材制造转化炉管,其 结构类似于传统蒸汽转化的二段炉结构简单、流程短、投资低。尽管避免了蒸汽转 化外部间接加热的形式,反应速度比蒸汽转化快,有利强化生产,但最大的缺点是 催化剂对硫有要求,在转化前必须脱出硫化合物。 纯氧加压非催化部分氧化转化工艺具有以下特点: (A)用氧化反应内热进行烃类蒸汽转化反应,不需外部加热,热效率高。 (B)不需在转化前脱硫,不受催化剂队含硫化物的限制。 (C)工艺流程和设备结构简单,无需催化剂,不受催化剂温度的限制。 (D)不需要外加蒸汽,减小设备的大小。 焦炉气非催化部分氧化法,是将焦炉气中的烃类(甲烷、乙烷等)进行部分氧 化和蒸汽转化反应,在转化炉中首先发生 H2、CH4 与 O2 的部分氧化燃烧反应,然后 气体进入转化段进行甲烷、乙烷等与蒸汽的转化反应。所以这个方法也称为自热转 化法。生产原理可以简单解释为甲烷、蒸汽、氧混合物的复杂的相互作用: 第一阶 段为部分氧化反应,主要是氢气与氧接触发生燃烧氧化反应生成 H2O。该反应是剧 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转化段,CH4 进行蒸汽转化反应, 该反应是吸热反应: CH4 + H2O CH4 + CO2 —→ —→ CO+3H2 - 49.3 千卡/克分子 2CO+2H2 - 59.1 千卡/克分子 (2) (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 反应后气体中的残余甲烷就越低。 甲烷部分氧化通常加入一定量的蒸汽,目的是避免焦炉气在受热后发生析炭的 反应,使甲烷进行蒸汽转化反应,在转化反应的同时也起到抑制炭黑的生成: 4.4.1.2 转化压力的确定 由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应,焦炉气转化反应为体积增大的吸 2 — 43 (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,

热反应,降低压力对转化反应是有利,但压力低,反应速度慢,所需设备(如转化 炉)尺寸会增大很多;升高压力对转化反应是不利,尽管反应速度快,对后续压缩 机的功耗有节省,但是为了达到出口 CH4 所要求的含量,在可能的温度的条件下, 需要更高的水/碳比,加压转化的优点除了加快反应速度,减小设备尺寸,还可以节 省压缩机的功耗(因为转化反应是体积增大的反应)和有利于工艺余热的利用。本 工程非催化部分氧化转化压力确定焦炉气转化压力为 3.0MPa(A)。 4.4.1.3 水/碳比的确定 由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应,转化反应中水碳比越高,即过量 的水蒸气越多,越有利于甲烷的转化。但产生工艺蒸汽需要热量,蒸汽通过转化炉 时也需要升温到反应温度需要吸收大量的热量,后续的降温处理需要增加设备能力, 同时产生大量的冷凝液,所以不是水碳比越高越好,综合压力、转化温度等操作条 件,对于以生产甲醇的焦炉气转化采用催化氧化法(2.5 MPaA)的水碳比一般在 3.6 左右。 本工程 采用 的 转化压 力确定 焦炉 气 转化压 力为 3.0MPaA 。转化 温度在 1200~1300℃,无需加蒸汽,利用自身反应的水即可满足转化的要求。 4.4.1.4 转化温度的确定 由于转化反应为吸热、体积增大的平衡反应,提高转化温度对转化反应是有利, 一旦转化压力确定,为达到转化炉出口的甲烷含量的要求。只有在水碳比和转化温 度的两个操作参数作优化,提高转化温度可以降低水碳比,但受转化炉材料的限制、 转化炉使用寿命的考虑, 一般非催化转化炉出口的温度 1200~1300℃左右, 本工程的 转化炉出口的平衡温度采用为 1200℃。转化温度对平衡常数由 900℃的 K=1537 到 1200℃则升到 K=177808 增加了 100 多倍,变换温度对平衡常数由 900℃的 K=0.739 到 1200℃则升到 K=0.384 增加了不到 2 倍。由于非催化部分转化的温度不受催化剂 的限制,可达到 1200~1300℃,可以不需要加水蒸气也可以使甲烷反应的比较好,尽 管变换的平衡常数增加了不到 2 倍,但转化炉出口减小了水蒸的含量,使二氧化碳 的含量减小,节省了转化气的压缩功。 综合上述结合焦炉气压缩、脱硫和合成气压缩。本工程采用非催化催化部分氧 化转化:焦炉气首先经焦炉气压缩再进转化工段,然后进转化后 NHD 脱硫进行脱硫 后再进压缩工段进行精脱硫后进甲醇合成,甲醇合成的部分非渗透气除用于过热蒸 气和加热原料焦炉气,另外大部分送九鑫焦化公司使用。 4.4.2 转化工艺技术的比较和选择 2 — 44

焦炉气制取甲醇工艺过程,主要由转化的工艺方法决定各个工段的先后顺序: 常压下的焦炉气转化制造合成甲醇的合成气,就目前的工艺技术而言,首先要将焦 炉气中的甲烷(约 26~28%V)经转化反应生成合成甲醇的原料气氢气、一氧化碳和 二氧化碳,不论在前或在后,进甲醇合成塔前要脱除对甲醇催化剂有害的硫化物, 经济的甲醇合成一般低压也在 5.0MPa(A)以上。 焦炉气转化就压力而言有低压、中压和高压,就工艺方法而言有蒸汽转化、催 化转化、非催化部分氧化转化等,不同转化工艺就有不同的组合: (1)低压催化转化: 或 或 (2)中压催化转化: 或 (3)高压催化转化: 或 脱硫→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇, 转化→脱硫→精脱硫→压缩→合成甲醇, 转化→脱硫→压缩→精脱硫→合成甲醇。 脱硫→压缩→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇, 压缩→脱硫→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇。 脱硫→压缩→转化→精脱硫→合成甲醇, 压缩→脱硫→转化→精脱硫→合成甲醇

(4)低压非催化转化: 脱硫→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇 或 或 转化→脱硫→精脱硫→压缩→合成甲醇 转化→脱硫→压缩→精脱硫→合成甲醇

(5)中压非催化转化: 脱硫→压缩→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇 或 或 或 压缩→脱硫→转化→精脱硫→压缩→合成甲醇 压缩→转化→脱硫→精脱硫→压缩→合成甲醇 压 缩→转化→脱硫→压缩→精脱硫→合成甲醇

(6)高压非催化转化: 脱硫→压缩→转化→精脱硫→合成甲醇 或 或 压缩→脱硫→转化→精脱硫→合成甲醇 压缩→转化→脱硫→精脱硫→合成甲醇

本工程推荐采用中压非催化转化:压缩→转化→脱硫→压缩→精脱硫→合成甲 醇的工艺流程。 现在采用非催化高温部分氧化制气的技术,是最近几年发展起来并优化集成了 多项具有国内自主知识产权的净化与合成等先进技术。这项技术由华东理工大学洁 净煤技术研究所开发的天然气非催化部分氧化法制合成气技术已成功应用于内蒙天 野化工集团大型合成氨装置油改气工程。平顶山飞行化工公司研制出第一套焦炉气 2 — 45

非催化转化制合成氨的工艺,这种工艺具有工艺流程短、投资省、生产成本低、节 能环保、操作方便、经济效益好等优点,具有很强的竞争力。它可以灵活地调整焦 炉自用燃气和生产甲醇用气的需求,从根本上解决了焦炉气放空所造成的环境污染, 达到治理环境变废为宝双重目的。就焦炉气制取甲醇而言,工艺流程含有空分、焦 炉气压缩、脱硫、转化、合成气压缩及甲醇合成及蒸馏。压缩、脱硫、转化、合成 气压缩和甲醇合成及蒸馏均有成熟的工艺,在这里就不重述,仅对转化工艺技术进 行简述。对于非催化与催化的工艺优缺点选择比较见下表 4-3-1。

2 — 46

焦炉气非催化转化与催化转化工艺技术比较表 表 4-5-1
序 号 比 较 项 目 单位 ℃ MPa(A) V% 72.92 16.65 7.38 0.44 2.6 69.98 24.83 2.74 0.25 2.21 CO+H2 有效气含量:催化法为 89.57%;非催化法为 94.81% 有效气含量高对合成甲醇有利 CO2 含量需要在 2.5%左右,含量高合成甲醇消耗氢气多 甲烷含量少好,甲烷减少,合成惰性气弛放量少 催化转化 980 常压~3.0 非催化转化 1200 常压~6.0 比 较 说 明

1 操作温度 2 操作压力 3 转化气主要成份 H2 CO CO2 CH4 N2

催化转化温度低;非催化温度高,不利 非催化操作压力可以达 6.0 MPa(A),范围较大

4 转化入口硫化物要求 5 产甲醇(不补碳) 6 焦炉气消耗 7 补入工艺蒸汽(40bar) 8 用催化剂(耐高温 Ni 催化剂) 9 主要设备总台数

ppm 万吨/年 Nm3/h 吨/t 甲醇 m3/次 台

Ts<0.1 18.36 48400 0.429 38.0 16

无要求 18.98 48400 少量 0 8

非催化不要求焦炉气脱硫,大大简化了有机硫化物焦油噻吩的脱除 不考虑弛放气置换的焦炉气所增产的甲醇 同焦炉气量相比 非催化不耗中压蒸汽,节能,降低成本 催化转化需要催化剂 3 年换一次 催化法设备复杂

2 — 47

序 号



较 项 目

单位 ?103Nm3/h ?103Nm3/h

催化转化

非催化转化









10 副产弛放气(不补碳) 11 可置换出焦炉气 12 转化装置 投资额 其中:设备费 安装工程费 建筑工程费 13 折每吨甲醇投资额 14 转化工段消耗指标 循环水 催化剂 15 氧耗 16 焦炉气吨甲醇消耗 17 驰放气量

0 0

15.5 7.5

催化转化弛放气在转化作为燃料气, 全部烧掉, 不补碳有部分作燃料, 大部分返回焦化厂。 非催化转化弛放气可置换出同样热量的焦炉气, 多产甲醇 3.68t/h, 一 年可增产 2.9 万吨甲醇

万元 万元 万元 万元 元/t 甲醇

4976 2938 1780 258 271.03

3225.54 1866.0 1180 179 169.94

只比较转化工段的投资,其他工段投资大体相等,不再计入比较 催化法设计入催化剂投资费,非催化按引进工艺包和烧嘴

非催化装置吨甲醇投资额比催化法少 59.5%

吨/t 甲醇 m3/万 t 甲醇 Nm3/t 甲醇 Nm3/t 甲醇 Nm3/t 甲醇

28.54 0.690 418.49 2109

4.68 0 476 2040 耐高温镍催化剂 5 万元/m3 催化转化焦炉气进口温度高,耗氧少,耗燃料气多 非催化消耗原料气较催化少 3%

结论: 由上表的投资和消耗来看,非催化转化的投资比催化转化的投资低 59%,能耗低,除氧耗略高一些外,其他均较低,驰放气 可置换出焦炉气,多产甲醇 2.9 万吨/年。由此可见,非催转化工艺优于催化转化。但非催化转化需要 1200~1300℃较高的转化温 度,对转化炉和废热锅炉设计要求难度也相应增加。 2 — 48

4.4.3 主要设备的选择 4.4.3.1 转化炉(R01) 焦炉气经转化炉发生甲烷的转化反应。由于转化炉内反应温度高,反应速度进 行的很快,故空速可选择得较大些。本设计空速选择的原则是,在转化充分的前提 下,尽可能提高空速,减少其转化炉尺寸。 本项目采用加压非催化部分氧化工艺,将焦炉气转化成合成气。转化炉是非催 化部分氧化工艺流程中的重要设备,在非催化部分氧化过程中,转化温度基本维持 在 1200~1300℃左右,因此要求转化炉应有恰当的高径比,一般不小于 3:1,以保证 适当的停留时间,使焦炉气转化有足够的时间,其关键问题是烧嘴及烧嘴与转化炉 炉体的匹配。 转化炉为立式结构,由球形封头、筒体、椭圆形封头、支座、炉衬及烧嘴组成。 烧嘴布置在炉顶部,保证焦炉气与氧气良好混合——即提高焦炉气的转化率,则是 烧嘴要解决的关键问题之一。非催化部分氧化转化炉内的温度分布与烧嘴同炉体匹 配所形成的流场有关,由于焦炉气比固体燃料或液体燃料更容易燃烧,如果强化焦 炉气与氧气的混合,又会使转化炉上部的燃烧强度提高,必然导致转化炉拱顶表面 的温度升高,因而影响拱顶耐火衬里的寿命及烧嘴的寿命,基于这种考虑又应弱化 焦炉气与氧气的混合,因此,如何解决这对矛盾正是烧嘴的设计及其与炉体的匹配 的技术关键。 烧嘴本体采用多通道式结构,并采用盘管式冷却方式,可以有效地延长烧嘴的 使用寿命。 转化炉衬里由四层耐火材料组成, 由内而外依次为刚玉砖, 厚度为 150mm、 高铝质隔热耐火砖(LG-1.0) ,厚度为 114mm、高铝质隔热耐火砖(LG-0.6) ,厚度 为 114mm、硅酸铝耐火纤维毡,厚度为 20 mm。 转化炉技术特性如下: (1)壳体内径 (2)衬里厚度 (3)壳体长度(直段) (4)炉膛容积 (5)主要材料 (6)腐蚀裕度 (7)炉膛操作压力 φ2800mm 400mm ~13200 mm ~45 m3 低合金钢 3 mm 3.0MPa 5 — 1

(8)炉膛操作温度 (9)壳体设计压力 (10)壳体设计温度 (11)衬里向火面设计温度 4.4.4 工艺流程说明

1200~1300℃ 3.6MPa 400℃ 1600℃

来自压缩工段的焦炉气(123℃,3.0MPaA)经加热炉预热后,与来自空分的经 氧气加热器加热后 3.5MPaA 氧气经转化炉喷嘴混合后在转化炉内发生不完全燃烧反 应,放出大量的热量,气体温度迅速升高,同时 CH4 发生转化反应。转化炉出口的 高温转化气(CH4<0.4)直接进入中压废热锅炉,产生 4.0MPaG 蒸汽。降温后的转 化气进入蒸汽过热器/锅炉给水加热器,过热甲醇合成来的 2.5MPaG 饱和蒸汽,加热 甲醇合成废锅和本工段中压废热锅炉用锅炉给水。然后转化气经脱盐水加热器降温 后进入水洗塔降温洗涤后,送至 NHD 脱硫工段。 水洗塔塔底分离掉的冷凝液送至造气的浊循环水系统。脱盐水站来脱盐水经脱 盐水加热器加热后送至锅炉房。氧气加热器用本工段产的 4.0MPaG 饱和蒸汽加热。 中压废热锅炉产的 4.0MPaG 饱和蒸汽除部分供氧气加热器用,其余经加热炉加热至 450℃后送至管网。加热炉用燃料气主要为甲醇合成闪蒸气和甲醇精馏不凝气及甲醇 合成非渗透气。 4.4.5 耗量 4.5.5.1 原材料消耗 原材料、动力(水、电、汽、气) 、催化剂、吸附剂和化学品消耗定额及消

5 — 2

以吨 CH3OH 计(小时 CH3OH 产量 25 吨)
序 号 名 称 规 格 123℃ 3.0Mpa(A) 单 位 消耗 定额 1960 消耗量 备 每小时 49000 每年 4.294x108 注

1

焦炉气

Nm3

4.5.5.2 动力(水、电、汽、气)消耗定额及消耗量
序 号 名 称 规格 使用 情况 单位 消耗 定额 小时消耗量 备 正常 最大 26.2 28.8 甲醇合成来过热 注

1 中压饱和蒸汽

2.5MPaG 饱和 2.5MPaG 320℃ 4.0MPaG 450℃ 35℃ ,0.5MPaG 95℃ ,0.5MPaG 4.8MPaG,104℃ 4.8MPaG,155℃ 3.5MPaG,40℃ 5.0MPaG,40℃

连续

t

1.048

2 中压过热蒸汽 3 中压过热蒸汽 4 脱盐水 5 脱盐水 6 锅炉给水 7 锅炉给水 8 氧气 9 驰放气

连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续

t

-1.048 -26.2 -28.8 -表示产

t t t t t

-1.696 -42.4 -46.6 -表示产 4.32 -4.32 3.548 107.5 128 自脱盐水站 -108 88.7 -128 去脱盐水站 98 自锅炉房

-1.098 -27.45 -30.2 送甲醇合成 7685 8454 1509 1527

Nm3 307.4 Nm3 60.36

5 — 3

4.4.5.3 三废排放量 三废排放量及有害物质含量
序 号 废物 名称 温 度℃ 压力 Mpa(G) 小时排放量 排出点 单位 正常 最大 N2 1 加热 炉烟 道气 O2 135 常压 大气 Nm3 7000 10000 Ar 组成及含量 V% 67.31, 1.62 0.29 无污 染, 不需 处理 处理 意见 备注

CO2 7.81, H2O 22.96 H2 N2 CO 69.77 2.20 24.75 0.03 2.73 0.30 0.28 0.25

2

开停 车废 气

40

去火炬

t

36.65

40.3

H2S CO2 H2S H2O CH4

燃烧 后放 空

仅开 停车 时排 放

4.5 脱硫 4.5.1 概述 NHD 脱硫的主要目的是脱除经过转化的焦炉气和来自气化的水煤气中的 H2S、 COS 等,使混合气中 H2S 含量<10ppm,然后把富 H2S 的酸性气体送去硫回收装置。 4.5.2 工艺方案选择 目前,煤化工装置中脱除 H2S 的方法有改良 A.D.A 法、栲胶法、G-V 法、NHD 法,脱除 CO2 的方法主要有改良热钾碱法,NHD 法、MDEA 法、低温甲醇洗法(同 时脱除 CO2)等,但对于中型及大型规模生产甲醇、合成氨厂的气体脱硫装置,可 供选择的净化方法主要有以下两种选择: 1)低温甲醇洗 2)NHD 脱硫 ——低温甲醇洗法属于物理吸收,在低温(-50℃~-60℃)下,溶剂吸收能力大, 溶液循环量小, 气体净化度高, 再生热耗少, 操作费用低, 能综合脱除气体中的 H2S、 COS、CO2,溶液不起泡、不腐蚀,H2S 浓缩简单,在原料煤硫含量波动较大的情况 下, 2S 的浓度也可满足硫回收的要求, 6.5MPa 以上的气化工艺中其优势较 NHD H 在 5 — 4

脱硫更加明显,在 4.0MPa 以下优势不明显。上述工艺虽然存在部分设备和工艺管道 需要采用低温钢材,需要引进欧洲或日本的材料,同时专利费、基础设计费较高, 所以基建投资高,但其最大优点是溶剂价格便宜,消耗指标和能耗均低于其它净化 工艺,在大型合成氨厂中采用。 ——NHD 法是中国南化公司研究院和天辰化学工程公司等单位联合开发成功的 新技术,属于物理吸收净化技术,该工艺在常温条件下操作,溶剂无毒,饱和蒸汽 压低,溶剂损失小,再生热耗低,设备材质大部分为碳钢,取材范围广,价格也便 宜,相对低温甲醇洗而言,溶液循环量大,消耗高,另外,NHD 溶剂对有机硫的吸 收能力较差。该工艺的主要优点是投资少,能耗低于除低温甲醇洗以外的其它净化 方法。在不同的操作温度对 H2S 和 CO2 的吸收能力也不同。 对于本项目,从工程规模、工艺先进性、降低能耗等方面考虑,酸性气脱除采 用 NHD 工艺较好。NHD 脱硫是八十年代后期开发的新净化工艺,该工艺在常温下 操作(-5~24℃) ,尤其是在 3.5MPa 压力下,对 H2S 选择吸收能力较强,适用于对 H2S 含量高的转化气净化,溶液挥发性小,无毒、无腐蚀,该工艺具有能耗低、消耗 低、成本低的优点,近年来在许多中小型化肥厂中得到成功的应用。本项目可以只 脱硫,不脱除 CO2,且本工程的脱硫压力为 2.6MPa,因此选择 NHD 工艺较为合理。 NHD 溶剂是一种有机溶剂(聚乙二醇二甲醚) ,它对气体中硫化物和二氧化碳 具有较大的溶解能力,尤其是对硫化氢有良好的选择吸收性,蒸汽压低,运转时溶 剂耗损少,是一种较理想的物理吸收剂,适合于以煤(油)为原料,酸性气分压较 高的合成气等的气体净化,脱硫时需消耗少量热量,脱碳时需消耗少量冷量,属低 能耗的净化方法。 利用 NHD 溶液吸收 H2S 是一种物理吸收, 主要原理是 NHD 溶液在常温下可选 择性吸收 H2S 气体,使脱硫气中硫化氢气体含量满足后续工段的要求,吸收了 H2S 的 NHD 富液减压、加热后可使溶液中吸收的气体全部解析出来,从而溶液得以循环 利用。 4.5.3 NHD 溶剂的来源 1993 年 NHD 脱硫脱碳技术在鲁南化肥厂成功运行以来,国内 NHD 溶剂的生产 厂家也随 NHD 用量增加而越来越多。具体见下表 4-6-1。 表 4-4-1
序 单位名称 生产能力 工艺路线 投产

5 — 5

号 1 2 3 4 5 鲁化 NHD 溶剂厂 藁城化工总厂 NHD 溶剂厂 江苏天音化工股份有限公司 NHD 溶剂厂 黑化总厂三产企业 唐山福利厂

(吨/年) 1000 3000 2000 500 300 多已二醇下脚料+氯甲烷 已二醇+氯甲烷 甲醇+环氧已烷 甲醇+环氧已烷 甲醇+环氧已烷

日期 1993 1996 1998 1999 1999

4.5.4 国内采用 NHD 脱硫脱碳项目 国内 NHD 脱硫脱碳项目业绩一览 表 4-4-2
序 号 项 目 名 称 产品及规模 (吨/年) 合成氨 80000-100000 1 鲁南化肥厂合成氨技术改造 尿 素 130000 NHD 脱硫脱碳 Claus 硫回收 山东郯城化肥厂 2#系统 合成氨 45000 NHD 脱碳 ADA 硫回收 合成氨 20000 NHD 脱碳 ADA 硫回收 合成氨 60000 4 冀州化肥厂 NHD 脱碳 ADA 硫回收 醋酸 100000 5 镇江索普化工厂 NHD 脱硫脱碳 (一塔内一次脱除) 合成氨 180000 6 吉林长山化肥厂 NHD 脱碳 配置氨吸收制冷 合成氨 180000 尿 素 300000 设计单位 天辰公司 初步设计 施工图 1993 完工日期

2

天辰公司 施工图

1993

3

山东郯城化肥厂 1#系统

天辰公司 施工图

1994

天辰公司 施工图 天辰公司 基础设计 施工图审查 天辰公司 可研报告 施工图 天辰公司 初步设计 施工图

1997

1998

1999

7 黑龙江化工厂扩建

1999

5 — 6

序 号

项 目 名 称 甲

产品及规模 (吨/年) 醇 33000

设计单位

完工日期

NHD 脱硫脱碳 ADA 硫回收 合成氨 80000 8 平顶山化肥厂 尿 素 132000

工程总承包

初步设计 施工图

NHD 脱碳 ADA 硫回收 合成氨 55000 尿 素 70000 醇 80000

1999

天辰公司 初步设计 施工图 2000

9 鲁南化肥厂 II 期续建



NHD 脱硫脱碳 Glaus 硫回收 合成氨 180000 10 浩良河化肥厂 尿 素 300000 NHD 脱硫脱碳 ADA 硫回收 合成氨 45000 11 开化化肥厂 NHD 脱碳 ADA 硫回收 12 13 河北省、山东省、江苏省、陕西 合成氨总能力超过 50 万吨/年 省、安徽省等十多家小化肥厂 中石化金陵分公司化肥厂技改工 合成氨能力 45 万吨/年 程 甲醇 25 万吨/年及发电 以焦炉气为原料, 甲醇 24 万吨/年 合成氨能力 24 万吨/年

天辰公司 初步设计 施工图 2004

施工图

施工图完成

均已投产 EPC 2005 运行投产

14 兖矿集团国泰有限公司

初步设计 2005 运行投产 施工图 天辰公司 初步设计 施工图 施工图 即将开车

15 兖矿集团国际焦化甲醇 16 兖矿集团鲁南双结构调整项目

4.5.5 工艺流程简述 来自转化工段的转化气和来自煤气压缩机的水煤气混合进入 NHD 脱硫塔气分 离器分离掉气体中夹带的水后,进入脱硫塔下部,在塔内自下而上与 NHD 溶液逆流 5 — 7

接触,NHD 吸收了该股混合气中几乎全部的 H2S 气体,从塔顶出来的脱硫气中的 H2S 含量<10ppm,然后去压缩工段。 脱硫塔底排出的 NHD 富液约 30℃ ,经透平减压到 1.0MPa 回收能量后,进入脱 硫高压闪蒸槽,为回收高闪气中 H2 和 CO,将该气体送去原料气压缩机;从高闪槽 排出的 NHD 富液与 NHD 贫液换热温度升至 125℃ ,减压至 0.6MPa 进入脱硫低压闪 蒸槽进行二次闪蒸。闪蒸出来闪蒸气直接进入再生塔,底部排出的闪蒸液再次与从 再生塔底出来的 NHD 贫液换热升温至 130℃ 左右,去再生塔上部进行再生。 再生塔底部设有蒸汽煮沸器一台,由低压蒸汽加热 NHD 溶液,使塔中 NHD 溶 液中的气体全部解吸出来,得到约 149℃的 NHD 贫液。贫液经贫富液换热器 II 冷却 到 139℃, 然后由贫液泵加压送入贫富液换热器 I 中被冷却至 46℃, 最后在贫液水冷 器中被一次水冷却至 24℃,进入脱硫塔循环使用。 出再生塔填料段的酸性气经塔上部的旋流板,用塔顶回流的 40℃的冷凝液洗涤 冷却到 106℃左右进入酸性气水冷器冷却到 40℃,经酸性气分离器分离掉酸性气中 夹带水分后,去焦化厂的硫回收装置。 NHD 脱硫系统配有 NHD 溶液贮槽和地下槽, NHD 脱硫系统开停车和检修时 供 排放和添加 NHD 溶剂。 4.5.6 主要原材料及公用工程消耗 4.5.6.1 原材料、催化剂、化学品消耗量

序 号 1

物料名称 NHD 溶剂





单 kg



消耗定额 (吨甲醇) 0.103

消 每小时 2.575

耗 量 备 每 年 20600 注

工业品级

4.5.6.2
序 号 1 2 3 4

公用物料及能量规格
名 称 状 液 液 态 温 度 ℃ 32 18 压 力 MPa(G) 0.4 0.4 规 格 备 注

循环水 一次水 电 电

Δ t=10℃ Δ t=10℃ 380V 10000V

5 — 8

序 号 5





状 汽



温 度 ℃ 175

压 力 MPa(G) 0.8









低压蒸汽

4.5.6.3
序 号 1 2 3 4 5

公用工程消耗定额
名 称 单 t t kW?h kW?h t 位 消耗定额 (吨甲醇) 循环水 一次水 电 380V 电 10000V 低压蒸汽 5.988 9.274 2.7180 9.406 0.2835 小时消耗量 备 正 常 150 232 68 235 7.1 7.5 最 大 170 266 注

4.6 甲醇合成 4.6.1 工艺技术选择 4.6.1.1 国外工艺技术概况 1923 年,德国 BASF 公司在合成氨工业化的基础上,首先用锌铝催化剂在高温 高压的条件下,实现了由一氧化碳和氢合成甲醇的工业化生产,从此逐步淘汰了由 木材干馏制甲醇的生产方法。由于工业合成甲醇成本低,产量大,促进了甲醇工业 的迅猛发展。甲醇消费市场的扩大,又促使甲醇生产工艺不断改进,生产成本不断 下降,生产规模日益增大。1966 年,英国 ICI 公司成功地实现了铜基催化剂的低压 合成甲醇工艺,随后又实现了当时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同时德国 Lurgi 公司也成功地开发了中低压合成甲醇工艺。 虽然由 CO 加 H2 合成甲醇的工艺至今已有 80 年历史, 尽管催化剂、 工艺流程和 主要设备的发展到现在已相当完善,但世界各国仍在不断地开发研究新型催化剂、 新的合成工艺和新型反应器。 目前甲醇的生产工艺路线主要是采用铜基催化剂的 ICI 中压法、低压法及 Lurgi 低压法、中压法和采用锌铬催化剂的高压法。二十世纪七十 年代中期以后不但新建厂全部采用低压法,而且老厂扩建或改造也几乎都采用低压 工艺。在今后一段时期内,高中压法将逐步由低压法取代。 对甲醇合成工艺来讲,甲醇合成反应器是其核心设备,甲醇合成反应器的形式 5 — 9

基本决定了甲醇合成工艺的系统设置,在选择甲醇合成工艺中,要考虑合成反应器 的操作灵活性、操作灵敏性、催化剂的生产强度、操作维修的方便性、反应热的回 收利用等因素,对于大型的单系列甲醇装置,还必须要考虑运输的方便性问题。 国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式: (1)ICI 多段冷激型甲醇合成反应器 ICI 甲醇合成塔(反应器)为多段冷激型,其主要优点有: 单塔操作,生产能力大;控温方便;冷激采用菱形分布器专利技术,催化剂层 上下惯通,催化剂装卸方便,因此得到普遍使用。 其主要缺点是: 反应器因有部分气体与未反应气体之间的返混,催化剂空时产率不高,用量较 大;仅能回收低品位热能。 该技术在我国首先引进的厂家是四川维尼纶厂。 (2)Lurgi 低压甲醇合成工艺及反应器 Lurgi 低压甲醇合成工艺采用列管式反应器, CuO/ZnO 基催化剂装填在列管式固 定床中,反应热由壳程中的饱和锅炉水产生中压蒸汽带出,反应温度通过控制反应 器壳程中饱和水的压力来调节,操作温度和压力分别为 250~260℃和 5~10MPa。 合成气由天然气、石脑油用蒸汽转化法或部分氧化法以及煤气化制取,它与循环气 一起压缩, 预热后进入反应器。 Lurgi 工艺可以利用反应热副产压力较高的中压蒸汽。 Lurgi 低压合成甲醇反应器的优点主要有: 合成甲醇反应器催化剂床层内温度较为均匀,大部分床层温度在 250-255℃之 间,温度变化小,催化剂使用寿命长,并允许原料气中含有较高的 CO;能准确、灵 敏地控制反应温度,催化剂床层的温度可以通过调节蒸汽压力控制;回收的反应热 位能高,热量利用合理;反应器出口甲醇含量较高,催化剂利用率高;设备紧凑, 开停车方便;合成反应过程中副反应少,故粗甲醇中杂质含量少,质量高。 其缺点是反应器结构较复杂。 国内齐鲁公司第二化肥厂首先引进该工艺。 (3)TEC 的新型反应器合成甲醇工艺 该工艺及反应器由日本 TEC(东洋工程公司)开发成功, 由外筒、 催化剂筐和许多 垂直的沸水管组成,沸水管埋于催化床中。合成气由中心管进入,径向流过催化床, 反应后气体汇集于催化剂筐与外筒之间的环形集流流道中,向上流动,由上部引出。 5 — 10

反应热传给冷管内沸水使其蒸发成蒸汽。 该反应器床层压降小,气体循环所需动力大幅度减少,床层温度分布均匀,甲 醇生成的浓度和速度可大幅度提高,反应温度容易控制,催化剂用量减少,反应器 结构紧凑。 (4)MHI/MGC 管壳—冷管复合型甲醇合成反应器 该反应器为 Lurgi 反应器的改进型,由日本三菱公司开发,该反应器是在管壳反 应器的催化管内加一根冷管,用于预热原料气,其主要特点是: 一次通过的转化率高;可以高位能回收热量:在反应器中预热原料气,可以省 去一个换热器。 (5)TOPSφ e 径向流甲醇合成反应器 合成系统由三台绝热操作的径向流反应器组成,反应器之间设置外部换热器移 走热量,气体在床层中向心流动,该反应器特点是: 径向流动,压降较小,可增大空速,提高产量;可使用小粒径催化剂,提高粒 内效率因子,提高宏观反应速度;可方便地增大生产规模,在直径不变的情况下, 增加反应器高度,即可增大生产规模,单系列能力可达 2000 吨/天以上。 (6)Linde 等温型甲醇合成反应器 Linde 等温型甲醇合成反应器,其结构与高效螺旋盘管换热器相似,盘管内为沸 水,盘管外放置催化剂,反应热通过盘管内沸水移走,其反应器特点是: 基本上在等温下操作,可防止催化剂过热;控制蒸汽压力调节床层温度冷却盘 管与气流间为错流,传热系数较大。 国外已有数套装置采用此种塔型。 (7)液相法甲醇合成反应器技术 1985 年, AirProduct&Chemical 公司开发了以液相热载体和浆态床反应器为基础 的液相甲醇合成新技术,即 LPMEOH 技术。铜催化剂颗粒悬浮在惰性液体中,比传 统固定床反应器温度更易控制。现已在美国田纳西洲已建成 72kt/a 工业实验装置。 由于液相合成中使用了热容高,导热系数大的惰性液体,可以使甲醇的合成反 应在等温条件下进行,同时,由于分散在液相介质中的催化剂的比表面积非常大, 加速了反应过程,反应温度和压力均下降很多,该技术尚需要工程化的验证。 (8)国外低压甲醇合成反应器发展趋势 适应单系列、大型化的要求(如 Lurgi、ICI 反应器等);以较高位能回收反应热, 5 — 11

副产蒸汽(如 Lurgi、MHI/MGC、Linde 反应器);催化剂床层温度易于控制,可灵活 调节温度(如 Lurgi、 反应器): ICI 床层内温度尽可能均温, 以延长催化剂寿命(如 Lurgi、 MHI/MGC、Linde 反应器);催化剂生产强度大,反应中 CO 转化率高(如 Lurgi、 MHI/MGC 反应器):采用径向或轴径向流动,压降低(如 TOPSφ E、TEC、Casale 反 应器):结构简单紧凑,催化剂装卸方便(如 ICI 反应器);所选用的材料具有抗羰基化 物生成的能力及抗氢脆的能力(如 Lurgi、ICI 反应器)。 4.6.1.2 国内工艺技术概况 国内在甲醇技术的开发和实现工业化的历史也有几十年,在甲醇合成催化剂的 开发中,有多家单位开发成功,并用于工业化生产。在甲醇合成反应器的开发中, 开发成功单套管及双套管反应器。在甲醇新型反应器的开发中,也有较大的技术突 破,尤其是九十年代以后,有最大规模达到 5-8 万吨/年的国内自主开发的甲醇新型 反应器应用于工业化。 在甲醇合成整体工艺开发中,联醇工艺是我国甲醇合成工艺的富有特色的工艺, 为解决当时国内甲醇需求做出了较大贡献,一大批联醇厂纷纷建成投产,从造气、 脱硫脱碳、甲醇合成到精馏等,解决了一大批技术难题。 近几年,在低压合成甲醇技术国产化方面取得了很大进展,南化、西南化工研 究院已成功地开发了 Lurgi 型低压甲醇合成催化剂, 15~30 万吨/年大型反应器国内已 有制造经验。华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热—恒温管壳 复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了鲁奇管壳式反应器的优点又克服了其缺 点,节省了投资,可节约大量的外汇投资,理工大学开发成功的绝热—恒温管壳复 合型合成塔,设备简单,转化率高,造价低,操作容易简单。该合成塔已在国内大 量应用,南京惠生公司 30 万吨甲醇反应器均采用了理工大学管壳型反应器。 国内杭州林达化工技术工程公司开发的低压均温合成甲醇反应器,在全部触媒 床层中采用可自由伸缩活动的冷管,用管内冷气吸收管外催化剂床层中的甲醇反应 热,管内冷气与触媒层中反应气先后进行并流换热和逆流间接换热,触媒装填系数 从 30%提高到 70%,因而相同直径反应器产能高,轴向温度差小,温度均匀,延长 了触媒寿命,提高甲醇产量。本技术已用于哈尔滨气化厂 8 万 t/a 甲醇装置中、渭河 化肥厂年产 20 吨的甲醇装置中,效果良好。此工艺最大的缺点是副产低压蒸汽。 4.6.1.3 甲醇合成工艺的比较与选择 本项目是公称能力为 20 万吨/年的甲醇装置。 5 — 12

目前无论国内国外建设甲醇装置,大多采用低压法技术。低压法与中高压法相 比,具有消耗定额低,能耗低,成本低,产品质量高等优点。在反应器段方面有 TEC 的 MRF 多段径向流动反应器,托普索三个并联激冷绝热径向流合成塔,三菱重工的 管壳—冷管复合反应器等,这些反应器比传统的低压合成法反应器具有转化率高, 反应器体积小,反应热移出更方便,床层压降小等优点。美国空气及化学制品公司 (APCI)的液相合成甲醇技术,尚需要大型工程装置的实践验证。 ICI 合成反应器采用激冷式,设备结构简单,单系列生产能力大,投资小,其缺 点是用原料气激冷控制温度,床层温度有波动时,循环比较大,操作费用高,需专 设开工加热炉。 工艺的能量回收系统最近也作了一系列改进, ICI 如其与 DAVY 公司 合作推出的气冷反应器和径向流蒸汽上升式反应器使反应器的能力有很大的提高, 同时也是甲醇合成回路的能耗降低。 Lurgi 合成反应器,反应气转化率高,副反应少,系统对于反应热的回收和利用 已经比较完善,操作费用低,开工时不用没开工加热炉。但缺点是反应器结构较复 杂,体积较大,运输困难。Lurgi 公司为了实现甲醇装置的超大型化,还推出了两台 反应器串联的流程,即气冷—管壳反应器串联及热量偶合的流程,单系列甲醇能力 可达 5000 吨/天。 就目前应用最广、采用最多的合成甲醇技术当数 Lurgi 和 ICI 技术,这两种技术 发展历史最长,积累的实践经验最多,在世界建厂也最多,拥有不同规模的甲醇合 成装置,并且目前达到的单系列合成甲醇装置能力也最大。这两中工艺技术特点比 较见下表。 生产甲醇方法比较表
项 合成压力 bar 合成温度 催化剂组成 时空收率 t/m3?h 进塔气 CO 含量% 出塔气 CH3OH 含量% 循环气/合成气 目 Lurgi 法 50~100 225~250 Cu-Zn-Al-V 0.72 ~12 6~7 4:1 ICI 法 50~118 230~270 Cu-Zn-Al 0.70 ~9 5~6 4:1 — 4:1~4.5:1 华东理工大学合成塔 50~100 225~265 Cu-Zn-Al 0.722

5 — 13

项 合成塔形式 设备尺寸



Lurgi 法 管壳式 设备紧凑 不设开工加热炉 三塔流程

ICI 法 激冷式 设备较大 要设开工加热炉 两塔、三塔和四塔流程

华东理工大学合成塔 绝热/管壳式 设备紧凑 不设加热炉 两塔、三塔式

合成开工设备 甲醇精制

Lurgi 工艺甲醇合成塔,反应温度均匀,转化率较高,反应副产物少,原料消耗 低,副产物少,加上国外目前建设的大型/超大型甲醇装置多采用 Lurgi 工艺,大型 装置工业化经验多,工艺成熟。 本项目拟采用华东理工大学开发并取得专利的低压甲醇反应器即“绝热—恒温 管壳复合型”气固相催化反应器。它充分发挥了 Lurgi 管壳式反应器的优点又克服了 其缺点,节省了投资,可节约大量的外汇投资。 4.6.1.4 甲醇合成压力的选择 随着合成压力的提高,由于净醇值的提高,合成循环比降低,甲醇合成压缩功 消耗增加。随着合成压力的提高,甲醇合成回路设备及管线尺寸将缩小,设备投资 略有降低。但目前无论国内国外建设甲醇装置,大多采用低压法技术。低压法与中 高压法相比,具有消耗定额低,能耗低,成本低,产品质量高等优点。 本工程甲醇的合成规模为 20 万吨/年,本项目甲醇合成压力暂取为 5.8MPaA, 但在工程设计阶段可进行综合优化。 4.6.1.5 甲醇合成催化剂的选择 甲醇合成有高低压之分,不同等级的压力下采用的催化剂不同。 甲醇的高中低压法操作条件:

合成方法 压力 温度 催化剂

高压法 30MPa 左右 360~400℃ Zn-Cr

中压法 10.0~15.0Mpa 250~280℃ Cu-Zn-Cr

低压法 4.0~5.0Mpa 200~300℃ Cu-Zn-Al

与高压法工艺相比,中低压工艺采用了铜-锌-铝(Cu-Zn-Al)系催化剂,从而反 应过程中减少了副反应,改善了粗甲醇的质量,降低了原料的消耗,投资少,成本 5 — 14

较低。目前应用较广的国内外甲醇合成工艺使用的铜系催化剂生产厂家和型号如下: 国外有 ICI 公司 ICI51-7 铜系催化剂,托普索公司 KM-101 低压甲醇催化剂,德 国南方公司及美国的一些化学品厂家均有生产。 国内主要生产厂家有四川天一科技(西南化工研究院)生产的 C302 为早期低压 合成催化剂, 现在生产的新型号为 XNC-98 以及南化院生产的 C306、C307 新型低压 甲醇催化剂。 现将四川天一科技生产的 XNC-98 型催化剂与 ICI 公司生产的 ICI51-7 型催化剂 进行比较: 相对时空收率及活性下降率比较表
催化剂 型号 210℃ XNC-98 ICI-51-7 C306/C307 1.00 0.86 相对时空收率 230℃ 1.00 0.96 250℃ 1.00 0.98 270℃ 1.00 1.00 350℃过热 5 小时后 活性下降率(?102) 250℃ 13.9 13.6 230℃ 18.9 26.2 1.03 1.20 活性同 XNC-98 相对活性 (以单位重计)

本项目甲醇合成工艺采用的是国内华东理工大学的专利技术,因此铜基催化剂 选择与国外催化剂低温活性和稳定性相似的国内铜基催化剂 XNC-98 或 C306,这样 相对于国外催化剂节约了成本。 4.6.2 主要设备的选择 本项目规模不大,建议选择一套合成系统。管壳水冷型合成反应器 φ4000,列管 长 8000mm,催化剂装填量 53m3,生产能力 38~42t/h 甲醇,催化剂寿命 3 年。 即选用一台甲醇合成塔,合成回路水冷器、分离器、及甲醇闪蒸槽均为单系列。 甲醇合成塔是甲醇生产的心脏设备,要从操作、结构、材料及维修等方面考虑,对 甲醇合成塔的要求主要有:催化剂床层温度控制容易、调节简单、压降低,结构简 单紧凑、空间利用率高,催化剂装卸方便;材料选择上要求具有抗羰基化物和抗氢 腐蚀的能力;要制造、维修、运输、安装方便。 4.6.3 工艺流程简述 来自脱硫工段的新鲜气 2.6MPaA 经气压缩机压缩至 5.2MPaA,再经脱硫塔脱硫 使其含硫量低于 0.1ppm 后与甲醇分离器顶部出来的甲醇循环气混合后进压缩机压缩 5 — 15

后的气体(压缩至 5.8MPaA)进入入塔气预热器被加热加热到 224℃ ,进入甲醇合成 塔,甲醇合成气在铜基催化剂(C306/XNC98)作用下发生合成反应:新鲜气压缩机 和甲醇循环气压缩机皆为透平驱动的离心式压缩机。 甲醇合成塔为管壳外冷-绝热复合式固定床催化反应器,管内装有 C306/XNC98 甲醇合成催化剂,管外为沸腾锅炉水。发生合成反应后的合成气从合成塔底部出来 进入入塔气预热器加热预热器的冷流体;降温后的出塔气经脱盐水预热器及甲醇水冷 器后温度降至 40℃ ;降温后的气体进入甲醇分离器,粗甲醇在此被分离;分离出的 气体大部分作为循环气与压缩后的新鲜气一起进入联合式压缩机二段压缩作为合成 原料气,少部分弛放气进入燃料管网,送至焦化厂作为燃料气。分离出的粗甲醇减 压后进入甲醇膨胀槽闪蒸,槽顶部的闪蒸气也送往转化系统作为燃料气;经闪蒸分 离后的粗甲醇被送至精馏装置。 在合成塔塔内的合成气体进行合成反应过程中放出大量的热, 这些热量除升高自 身的温度外,余下一部分通过列管管壁传给锅炉水,通过汽包副产大量中压饱和蒸 汽这些蒸汽送至管网。副产蒸汽确保了甲醇合成塔内反应趋于恒定,且反应温度也 可通过副产蒸汽的压力来调节。 从甲醇分离器出来的循环气在进入压缩段前排放一少部分弛放气, 调节驰放气含 量,从而保持整个循环回路惰性气体相对比较经济的含量。 汽包所用合格的锅炉软水来自锅炉房; 脱盐水加热器及甲醇水冷器水均来自界区 外部。 汽包的间断及连续锅炉排污水,经排污膨胀槽减压冷却后就地排放。 4.6.4 原材料、动力消耗定额及消耗量 原材料、动力消耗定额及消耗量表 以每吨甲醇计(25 吨/小时甲醇)
序 号 项 目 单位 Nm3 t t t 消耗 定额 2716 113.47 3.458 消耗量 备 每小时 67900 2837 86.5 11.8 每年 5.43× 8 10 2.27× 7 10 6.92× 5 10 (仅开车升温时 用~63 小时) 注

1 新鲜气 2 循环冷却水 3 脱盐水 4 蒸汽 (450℃ ,3.82MPaG)

5 — 16

5 锅炉给水 6 催化剂 7 8 9 副产蒸汽 (2.5MPaG 饱和) 动力蒸汽 (320℃ ,2.5MPaG) 蒸汽凝液 (53℃ ,0.45MPa)

t m3 t t t

1.098 ― -1.045 0.781 -0.713 4.01

27.45 ― 26.1 19.5 -17.8 100

2.2× 5 10 53(两年更换一次) -2.1× 5 10 1.56× 5 10 -1.43× 5 10 8× 6 10 连续 合成气机压 缩机透平用

10 电(380V) (连续用电) KW

4.7 甲醇精馏 4.7.1 精馏工艺技术简述和选择 粗甲醇的精馏有二种流程,即二塔流程和三塔流程。它们的不同之处一是投资, 即三塔流程投资比二塔高些;二是能耗,即三塔流程的蒸汽消耗比二塔低。 二塔流程和三塔流程在甲醇精馏中都是比较成熟可靠的,而且塔型近几年已由 板式塔向填料塔方向发展。填料塔的应用目的在于降低塔高,分离效率高操作稳定, 塔釜残液中的甲醇含量低,塔的高度减少近 30%,可减少投资。本可研报告采用三 塔流程工艺,做到能耗低,操作稳定,产品质量高工艺技术方案的选择 我们拟在本工程中选用三塔流程,节能省蒸汽,甲醇产品质量高。 甲醇精馏的主要设备是精馏塔。精馏塔在现代化学工业中主要有两种类型:板 式塔和填料塔。对于这类设备主要是要求生产强度大,操作范围宽,阻力小,结构 简单。通常,在这些要求中,最主要的是生产强度大。经过理论比较及国内外生产 厂具体情况的调查,甲醇精馏塔选用填料塔是比较合理的,技术上是完全可靠的。 4.7.2 甲醇精馏工艺流程说明 从甲醇合成来的 0.4MPaG、40℃ 的粗甲醇经泵送至预精馏塔的中部,此塔的再 沸器以 0.4MPaG 蒸汽加热,低沸点杂质如微量二甲醚等从塔顶排出,冷却分离出水 后作为燃料气,回收的甲醇液经预塔回流泵作为该塔回流液。预塔塔底液经加压塔 进料泵送入加压精馏塔中。加压精馏塔再沸器用 0.8MPaG 的低压蒸汽做热源。加压 塔操作压力为 0.9MPaG,塔顶排出的甲醇气体为 128℃ ,经冷凝器即常压塔再沸器冷 凝,一部分精甲醇经加压塔回流泵打回本塔作为回流液,另一部分经冷却器冷却后 作为产品精甲醇进入精甲醇计量槽中。加压塔塔底液进入常压精馏塔中进一步精馏。 5 — 17

常压精馏塔再沸器以加压塔顶排出的精甲醇气作为热源,塔顶排出精甲醇气压力 0.13MPa,温度约 67℃ ,经常压塔冷凝器冷凝冷却后一部分回流至本塔,另一部分打 到精甲醇计量槽贮存。从常压塔下部侧线取出口定时定量取出高级醇(杂醇油) ,杂 醇油经泵送至罐区单设的杂醇油贮罐。 产品精甲醇由精甲醇计量槽经精甲醇泵送至甲醇罐区。 为防止粗甲醇中有机酸腐蚀设备和防止发生缩醛聚合付反应,在预塔进料泵后 的粗甲醇溶液中配入适量的烧碱溶液,用来调节精甲醇溶液的 PH 值保持碱性。 甲醇精馏系统各塔排出的不凝气去转化系统作为燃料气烧掉。 由常压精馏塔底排出的精馏残液经废水冷却器冷却至 40℃ 后,由废水泵打到焦 化厂的污水生化处理装置。 4.7.3 主要设备选择 甲醇精馏的主要设备是精馏塔。 精馏塔在现代化学工业中主要有两种类型:板式塔和填料塔。对于这类设备主 要是要求生产强度大,操作范围宽,阻力小,结构简单。通常,在这些要求中,最 主要的是生产强度大。 经过理论比较及国内外生产厂具体情况的调查,甲醇精馏塔选用填料塔是比较 合理的,技术上是完全可靠的。 预精馏塔为填料塔, 尺寸 φ2000×26575 mm, 材质为:塔体碳钢,填料为不锈钢。 加压精馏塔为填料/浮阀塔板,尺寸 φ2200×39600 mm,材质为:塔体碳钢,填 料/塔板为不锈钢。 常压精馏塔为填料塔,尺寸 φ3000×45260 mm,材质为:塔体碳钢,填料为不锈 钢。 4.7.4 原材料、动力消耗定额及消耗量 原材料、动力消耗定额及消耗量表 以每吨甲醇计
序 号 1 2 3 消耗量 项 粗甲醇 循环冷却水 蒸汽(0.4MPa 饱和) 目 单位 t t t 消耗定额 1.15 92.369 0.25 每小时 28.75 2309 6.25 每年 2.3?105 1.85?107 0.5?105

5 — 18

4 5 6 7

蒸汽(0.8MPa 饱和) 电(380V)(连续) 脱盐水 蒸汽冷凝液

t kW t t

0.91 5.90 0.072 1.16

22.75 147.5 1.8 29

1.82?105 1.18?106 1.44?104 2.32?105

4.7.5 甲醇罐区 甲醇罐区设 5000m3 浮顶甲醇罐 4 台,贮存甲醇 13000 吨,贮存时间 22 天。罐 区另有一台 140m3 杂醇油贮罐。 4.7.5.1 流程简述 由甲醇精馏工段来的精甲醇(40℃ ,0.3MPa) ,进入精甲醇储罐,经检验合格的 精甲醇由精甲醇泵送入装车栈台。 4.7.5.2 原材料、动力消耗定额及消耗量

原材料、动力消耗定额及消耗量表 以每吨甲醇计
消耗量 序号 1 2 3 电 一次水 密封氮气 p=0.4MPa 项 目 单位 kW t 20 消耗定额 ― 每小时 33 2 760 每年 间断 — —

4.8 自动控制 4.8.1 设计说明 4.8.1.1 设计依据、采用的标准规范 4.8.1.1.1 《化工过程检测、控制系统设计符号统一规定》HGJ7-87。 4.8.1.1.3 《化工自控设计技术规定》 CD50A3-81, 第一、 第二分册 CDSOA4~22-84。 4.8.1.1.3 《化工企业爆炸和火灾危险环境电力设计技术规定》HGJ21-89。 4.8.1.1.4 《分散控制系统工程设计规定》HG/T20573-95。 5 — 19

4.8.1.2 设计范围 总控制室:包括空分、原料贮运、造气、气柜与电除尘、压缩、转化、脱硫、 甲醇合成、甲醇精馏、甲醇罐区、锅炉及发电仪表的监控。 空分控制室:只包括空分装置仪表的监控。 4.8.1.3 全厂自动化水平 本工程的包括空分、原料贮运、气柜与电除尘、压缩、转化、脱硫、甲醇合成、 甲醇精馏、甲醇罐区、锅炉和发电,仪表置由于工艺过程要求高,在高温、高压、 易燃、易爆的恶劣环境下操作,为保证操作可靠、安全降低能耗之目的,必须采用 先进可靠的控制手段和高效的管理设备。为此,转化在总控室进行监控,总控制内 设置一套集散控制系统(DCS)和一套可编程控制器(ESD) ,以实现集中控制,绝 大部分的操作均通过 DCS 完成。所有工艺参数的显示、打印、趋势记录以及信号越 限报警均由 DCS 来完成。 DCS 留有与上位机的通讯接口, 以便将来与总厂调度通讯, 使厂方的管理人员时时刻刻掌握整个工厂的生产运行状况。 4.8.1.4 总控制室 总控制室设为一独立建筑物内。总控制室的总面积为 54?17m2 左右。其中包括 一个控制室、一个机柜室、一个供配电室、2 个 DCS 维修间、一个空调间、一个软 件工作间和辅助走廊及一个操作工休息间。控制室和机柜间采用铝合金骨架镶嵌玻 璃隔断(带门) ,地板采用抗静电铝合金活动地板,顶棚采用铝合金骨架吊顶。净高 为 3.0~3.2 米。采光用电照明,照度大于 300 勒克斯,并考虑了事故照明。控制室、 机柜间设有空调系统,以保证其要求的温度、湿度。控制室 DCS 硬件配置图 空分控制室 在空分装置内设一个控制室,控制室分操作室、机柜室,总面积为 16?6m2。 控制室内设置一套 DCS 控制站和一台 CRT 显示器, 对空分装置的工艺过程进行监视。 控制、报警和管理引至总控控制室进行集中控制。另外,设有一个机柜间。面积为 7m?6m。对装置内的大型转动设备,如:压缩机透平膨胀机等设就地仪表盘,放在 机柜间内。但其主要信号引至主控制室 DCS。 转化装置是处在高温的工况条件下,因为它们工艺技术过程要求复杂,控制精 度高,且物料复杂,因此信号反馈、报警及安全联锁,对造气、转化装置的安全生 产具有重大的意义。 4.8.1.5 环境特征 5 — 20

本工程的许多装置内,有 CO、H2 成份,这两种气体为爆炸性气体,相应的建筑 物处在甲、乙类火灾危险场所中,属于火灾场所,因此应根据下同的防爆区域,选 用不同防爆等级的仪表,以防爆炸、火灾现象出现。 4.8.1.6 仪表选型

(1)集散控制系统 集散控制系统 总控制室系统配置:设置 8 个操作站,2 台打印机及一套完整的机柜。 空分控制室系统配置:设 1 个操作站及一套完整的机柜。 每个控制室的操作站带独立的电子单元,并设 1 个先进控制操作站。 控制室内采用集散控制系统其供货厂家的确定将采取招标的方式,采用国际上 著名厂商的产品。集散控制系统的主要功能如下: 控制功能 DCS 控制器具有下述功能 ——接受来自现场的信号 ——提供至现场的信号 ——完成常规的 PID 调节 ——进行简单计算如:加减乘除、高低限选择等。 ——生成报警 ——顺序控制 ——某些先进的控制如:前馈、超前、滞后、非线性控制等。 显示功能 DCS 操作站具有下述显示功能 ——动态模拟流程图显示 ——总貌画面显示 ——组画面显示 ——详细回路画面显示 ——报警主画面显示 ——报警显示 ——超势画面显示 报表打印功能 5 — 21

可生成:班报表、日报表、月报表。 DCS 应设置上位机网络接口 控制回路和重要检测点的 I/O 卡冗余 控制器、电源系统及通讯总线冗余 卡点数的备用量为 I/O 设计数量的 10% 卡槽位备用空间为 10% 系统设置所需的机柜和接线端子柜 (2)温度仪表 集中检测采用铂热电阻或热电偶。 t<300℃ 选用铂热电阻 Pt100。 t≥300℃选用热电偶 K、S。 保护套管主要采用 1Cr18Ni9Ti。 防爆区域内的仪表,选用相应等级的防爆仪表。 就地显示主要采用万向型双金属温度计,保护套管主要采用 1Cr18Ni9Ti。 (3)压力仪表 集中检测采用智能型 3051 压力变送器或差压变送器。有的地方选用远传压力变 送器,测量膜片主要采用不锈钢、钽、蒙乃尔合金。 就地显示仪表采用一般压力表、不锈钢压力表。对于有腐蚀、易堵的地方,采 用隔膜式压力表。 (4)流量仪表 集中检测的流量采用标准孔板配 3051 差压变送器。有腐蚀的地方将采用电磁流 量计。 就地流量测量,采用双波纹管差压计、转子流量计。 主要材质选用不锈钢或 PTFE。 (5)物位仪表 集中测量连续显示的物位,选用 3051 差压变关器;易堵或腐蚀性强的地方,采 用法兰式或远传工液位变送器;非连续测量的物位,采用电极电容料位计。特殊情 况下,采用超生波料位计。 (6)分析及安全检测仪表 对于甲烷和 CO 的单组份分析,采用红外线分析器;对于多组份多流器的分析, 5 — 22

采用气相色谱仪及质谱仪。对于介质的 PH 测量,选用带清洗的流通式 PH 计;对于 可能对人身安全产生危害的环境中的 CO 分析,选用有毒气体检测报警器进行检测, 以确保人身及生产安全。 空分装置分析仪包括 CO2 含量分析仪、O2 纯度分析仪、N2 纯度分析仪、WN2 纯度分析仪、水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。 分析器输出信号一般应为线性 4~20mADC 可直接连接至 DCS 或记录仪上空分 装置分析仪包括 CO2 含量分析仪、 2 纯度分析仪、 2 纯度分析仪、 2 纯度分析仪、 O N WN 水分分析仪及碳氢化合物含量分析仪。 分析器输出信号一般应为线性 4~20mADC 可直接连接至 DCS 或记录仪上。 (7)执行机构 大部分调节阀采用笼式调节阀,执行机构均为气动,并配以电—气阀门定位器。 特殊调节阀、开关阀采用国外先进产品。 (8)应根据不同的场合,不同的介质,在选用不同的测量仪表。 (9)报警及联锁系统 报警 报警接点为常开式,即在报警发生时,接点闭合。 (10)联锁 联锁系统的检测元件应单独设置。 (11)动力供应 (12)仪表用压缩空气 仪表用压缩空气 新建装置的仪表压缩空气总耗气量 1000Nm3/h,备用时间 20 分钟。 引至界区压力: ≥0.6MPa(表)

露点:操作压力下的露点应比最低环境温度低 10~15℃。 含尘量: 含油: <1mg/m3,含尘颗粒直径小于 3μ m。 油份含量控制在 8ppm 以下。

(13)仪表用电 仪表用电: 由电气专业提供二路独立电源分别送至总控室和空分控制室。

仪表总用电量:50kVA 电压: ~380V±10% 5 — 23

频率:

50HZ±1Hz

仪表供电负荷为保安负荷,采用不间断供电装置(UPS)配置的无停电电源供 电系统,维持时间为 30 分钟,电源切换时间小于 5 毫秒。 控制回路 共有控制回路 300 套左右,各类信号检测点 3000 个左右,各类接点输入 300 点 左右,各类接点输出 300 点左右。 4.8.2 复杂调节系统简述 4.8.2.2 复杂调节系统简述 (1)安全联锁系统紧急停车的条件包括蒸汽,氧气进料或合成气冷却系统。由 于和正常值的其它偏差,报警装置提醒操作员是否进行紧急停车。 (2)空分控制方案说明如下: 装置负荷的变化,根据空气纯化器出口流量控制空气压缩机的进口导叶开度来 实现。 高压空气进入冷箱的流量通过空气节流进下塔的调节阀来实现 高压空气的压力由控制空气增压机的进口导叶开度来实现稳定。 再生用污氮量由以流量为主回路与串级控制回路控制进入水冷塔的污氮量和放 空量来实现。 进入纯氮塔的回流液(液氮) ,进入低压塔的低纯氮回流液,进入低压塔的液空 均设有流量调节回路, 中压塔底排出的富氧液空根据中压塔的液位,控制进入低压塔流量。 低压塔的压力由压力控制回路实现。根据低压塔的压力控制污氮气的排出量。 送出装置的低压氮气产品、送出装置的高压氧气产品、送出装置的高压氮气产 品、送出装置的中压氮气产品均由温压补偿的流量控制回路控制出装置的产品量。 进入膨胀机的空气流量是由主冷凝蒸发器的液位控制膨胀机的喷嘴来实现的。 空气膨胀机联锁:机器停车、冷箱停车、出口温度太低。 空气净化系统联锁:冷箱停车、空气预冷系统停车。 高压氧气纯度太低联锁。 高压氮气纯度太高联锁。 低压氮气纯度太高联锁。 (3)转化的安全联锁系统:转化设在安全联锁系统的目的是保证转化和相关设 5 — 24

备可靠安全的操作。转化炉安全系统在氧气和焦炉气混合燃烧全过程中开车和正常 生产时都能自动控制。 安全联锁系统紧急停车的条件包括蒸汽,氧气进料、焦炉气或合成气冷却系统。 由于和正常值的其它偏差,报警装置提醒操作员是否进行紧急停车。 4.8.3 接地 (1)DCS 接地应按制造厂要求进行。 (2)所有用电仪表外壳、仪表箱、盘、汇线槽电缆桥架、支架等正常不带电的 金属均应进行保护接地。保护接地可与电气专业低压设备保护接地区相连。 (3)信号接地一般应在显示仪表侧,且同一信号回路只能有一个接地点。 (4)屏蔽接地应在控制室一侧进行,接地电阻应≤4Ω 。 4.8.4 安装 4.8.4.1 配管 4.8.4.2 测量管线

(1)测量管线、管件的选用和敷设应根据《自控安装图册》HG/T-21581-95 的 要求进行。 (2)管路及阀门的连接均采用压垫式。 (3)配管(导压管)要求选用无缝钢管规格为φ 14x3。 (4)压力取压、差压取压采用截止阀。 (5)对易冻、易凝固、易结晶、汽化的被测介质、测量管线应采取伴热和绝热 措施,伴热方式一般为蒸汽伴热。 4.8.4.3 气动信号管线 采用不锈钢管(304) :规格为φ 6?1 或φ 8?1。 4.8.4..4 仪表供气管线

(1)一般采用镀锌水煤气管管路连接采用螺纹连接。 (2)装置供气总管入口应设切断阀,每个用气仪表应设置气源切断球阀。 4.8.4.5 4.8.4.6 配线 线型选择

(1) 现场仪表电源线一般为铜芯 PVC 绝缘、 PVC 护套电力电缆, 其截面 1.0mm2。 (2)来自现场仪表信号线采用铜芯,双绞线、带屏蔽、PVC 绝缘 PVC 护套计 算机用电缆,线径为 1.0~1.5mm2。 5 — 25

(3)补偿导线选用屏蔽型,应与所使用的热电偶相对应,线径为 1.5~2.5mm2, PVC 绝缘 PVC 护套。 (4) 仪表盘内的配线采用 0.5mm2 的交流 500V 铜芯聚氯乙烯绝缘软线。但安全 联锁系统及电源用线所用的线径为 1.5~2.5mm2。 4.8.5 电缆敷设 由控制室至装置区及装置区内采用汇线槽架空敷设方式。由桥架到现场仪表采 用穿线管保护,中间加挠性管过渡。 4.8.6 存在问题 某些特殊的仪表、调节阀,需在工艺最终条件确定后,才能确定最选类型及型 号和类型。 4.9 工艺装置设备一览表

空 分 主 要 设 备 一 览 表
序号 1 设备名称 空气过滤器 设备规格 过滤阻力:0.3~0.5kPa 单位 数量 台 1 材料 Q235-A.F 备注

2

空气压缩机组

驱动形式:蒸汽 流量:64200Nm /h 进口压力 0.09MpaA 出口压力 0.63MPaA
3



1

与增压机连轴 组成一个机组

3

空气增压机组

驱动形式:蒸汽



1

5 — 26

空 分 主 要 设 备 一 览 表
序号 设备名称 设备规格 流量:35310Nm /h 进口压力 0.60MPaA 出口压力 2.75 / 7.0MPaA 4 汽轮机 形式:全凝式 蒸汽压力:3.5Mpa 蒸汽消耗:~40t 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 公共润滑油站 启动抽汽器 两级抽汽器 空气冷却塔 水冷却塔 常温水泵 冷冻水泵 水过滤器 冷水机组 分子筛吸附器 处理量:~64200Nm3/hr 氧化铝球:2-5A 分子筛:13X-APG 4× 目 8 15 16 17 18 18.1 18.2 18.3 18.4 18.5 18.6 电加热器 增压透平膨胀机组 增压机后冷却器 分馏塔系统 主换热器单元 氩换热器单元 上塔 下塔 主冷凝蒸发器 过冷器板式单元 板翅式换热器 板翅式换热器 板翅式换热器 填料塔 双溢流筛板塔 功率:330Kw 台 套 台 套 组 台 台 台 台 台 2 2 2 1 1 1 1 1 1 1 16MnR 形式:填料塔 形式:填料塔 电机功率:45KW 电机功率:22KW 台 台 台 台 台 台 台 1 1 2 2 4 1 2 16MnR 16MnR 16MnR 套 1 驱动空压机和 增压机
3

单位 数量

材料

备注

5 — 27

空 分 主 要 设 备 一 览 表
序号 18.7 18.8 18.9 设备名称 粗氩塔(1) 粗氩塔(2) 粗氩冷凝器 填料塔 填料塔 板翅式换热器 填料塔 设备规格 单位 数量 台 台 台 台 台 台 台 附:电机 功率:30KW 台 台 附:电机 功率:45KW 台 台 台 台 台 真空立式粉末绝热贮槽 V=50m3 真空立式粉末绝热贮槽 V=50m3 真空立式粉末绝热贮槽 V=50m3 台 1 台 台 1 1 1 1 1 1 1 2 1 2 1 1 1 1 2 1 Q235-A.F Q235-A.F SS. OCr19Ni9 材料 备注

18.10 纯氩塔 18.11 纯氩冷凝器 18.12 纯氩蒸发器 18.13 液氩计量罐 18.14 工艺液氩泵 18.15 蒸汽喷射器 18.16 液氧泵 19 20 21 22 23 24 25 26 空气放空消音器 污氮放空消音器 氧气放空消音器 仪表空气过滤器 液氧贮槽 液氩贮槽 液氮贮槽 液氮汽化器

压 缩 主 要 设 备 一 览 表
序 号 名 称 型号及规格 离心式,气量:60000 Nm3/h 入口 0.1005 MPaA,出口 3.0 MPaA 凝汽式蒸汽透平驱动 消耗蒸汽 45.5t/h 3.8MPaG,450℃ 单位 台 数量 1 材 料 备注

1 焦炉气压缩机组

组合件 包括压缩 机中间冷 却器、油 泵、汽轮 机、凝汽 器等相关

5 — 28

压 缩 主 要 设 备 一 览 表
序 号 名 称 型号及规格 功率 10600KW 2 电捕除尘器 3 活性炭除尘器 处理气量 60000 Nm3/h 处理气量 60000 Nm3/h 台 台 2 2 单位 数量 材 料 备注 设备

转 化 主 要 设 备 一 览 表
序 号 1 转化炉 名 称 型号及规格 Φ 2800 /2000H=15600mm 衬耐火衬里 400mm 2 中压废热锅炉 F=350m2 台 台 台 台 1 1 2 1 CS/SS/15CrMo SS/15CrMo CS/SS CS/SS 单 位 台 数 量 1 材 料 (壳/管) 15CrMo 备注

3 蒸汽过热器/锅炉给水加热器 F=166+166m2 4 脱盐水加热器 5 氧气加热器 F=441m2 F=76m2

5 — 29

转 化 主 要 设 备 一 览 表
序 号 6 洗涤塔 7 加热炉 8 洗涤水冷却器 9 洗涤水循环泵 F=320 m2 H=30m 名 称 型号及规格 单 位 台 台 台 台 数 量 1 1 1 2 SS 材 料 (壳/管) CS+SS CS/SS 备注

脱硫主要设备一览表
序 号 1 名 脱硫塔 称 型 号 及 规 格 ф 2400 ,H~47000 填料:增强塑料扁环 2 再生塔 ф 1200/ф 2000 ,H~41000 上塔:五块旋流板 台 1 单 位 台 数 量 1 材 料 备 注

16MnR 内件不锈钢
16MnR/不锈钢

内件不锈钢

5 — 30

脱硫主要设备一览表
序 号 名 称 型 号 及 规 格 下塔:不锈钢扁环填料 下塔:碳钢扁环填料 3 4 5 贫液泵 回流水泵 Q=260m3/h H=340m Q=4m3/h H=60m 台 台 台 2 2 1 16MnR 内件不锈钢 6 脱硫低压闪蒸槽 Φ 2600 L 直~9000 台 1 16MnR 内件不锈钢 7 进塔气分离器 Φ 1200 H~4000 台 1 16MnR 内件不锈钢 8 脱硫气分离器 Φ 1200 H~4000 台 1 16MnR 内件不锈钢 9 闪蒸气分离器 Φ 800 H~3500 台 1 16MnR 内件不锈钢 10 11 12 13 酸性气分离器 回流水槽 溶液过滤器 贫富液换热器 I Φ 900 H~3500 Φ 2500 H~2500 陶瓷超膜过滤器 波纹管式 Φ 1400,L=6000 F 总=890m2 14 贫富液换热器 II 波纹管式 Φ 1300,管长 7000 F 总 =1300 m2 15 一次水冷器 列管式 Φ 1400,L=4500 F 总=650m2 台 1 台 2 16MnR/不锈钢 管程不锈钢 定型设备 台 台 台 台 1 1 1 1 不锈钢 碳钢 碳钢/不锈钢 16MnR 管程不锈钢 内涂防腐层 定型设备 定型设备 单 位 数 量 材 料 备 注

脱硫高压闪蒸槽 Φ 2600 H 直~13000

5 — 31

脱硫主要设备一览表
序 号 16 名 称 型 号 及 规 格 列管式,立式 F=140m2 Φ 800,L=4500 17 蒸汽煮沸器 Φ 1600,管长 4500 F 总 =650 m2 台 1 不锈钢 单 位 台 数 量 1 材 料 备 注

酸性气水冷器

16MnR 管程不锈钢

甲醇合成主要设备一览表
序 号 名 称 型号及规格 F=2828m2 φ 2100× 12000 单 位 台 台 数 量 1 2 材 料 15CrMoR+0Cr18Ni10Ti 不锈钢 备 注

1 甲醇预热器 2 脱硫塔

5 — 32

甲醇合成主要设备一览表
序 号 名 称 型号及规格 上面一层水解脱硫剂 Vk1=9.2m3 下面一层 Fe2O3 脱硫剂 Vk2=24.9m3 3 脱盐水加热器 4 甲醇水冷器 5 甲醇合成塔 F=340m2 F=2704m2 φ 4000× 14729 列管φ 44?2, L=8000 F=4897m2 6 合成汽包 7 甲醇分离器 8 甲醇闪蒸槽 9 合成气缓冲罐 10 排污膨胀槽 11 水洗塔 Vk1=53m3 台 台 台 台 台 台 1 1 1 1 1 1 16MnR 16MnR+OCr18Ni10Ti 16MnR 16MnR Q235-B 16Mn+0Cr18Ni9 台 套 台 1 1 1 16MnR+0Cr18Ni10Ti 16MnR+0Cr18Ni10Ti S31803+15CrMoR+13Mn NiMoNbR1 单 位 数 量 材 料 备 注

φ 2400?6640 φ 2400?9580 φ 2600?8004 φ 2000?6295 φ 1200?3800 φ 500?7959 hk=4.0m,Vk=0.785m3

12 蒸汽喷射器 13 消声器 14 新鲜气压缩机 15 甲醇循环气压缩机 16 蒸汽透平 17 透平表面冷凝器 18 冷凝液泵

DN150/DN150/ DN100× 1755

台 台

1 1 1 1 1 1 1 碳钢

成套供货 成套供货 成套供货 成套供货 成套供货

台 台 台 台 台

甲醇精馏主要设备一览表 5 — 33

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9



称 F=26m2

型号及规格

单位 数量 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 台 1 1 1 1 1 1 2 1 1 1 1 2 1 1 1

材 料 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 不锈钢

备 注

粗甲醇预热器 预塔冷凝器 膨胀气冷却器 预塔再沸器 加压塔再沸器 精甲醇冷却器 常压塔再沸器

F=699m2 F=314m2 F=224m2 F=729m2 F=173m2 F=1112m2

2 常压塔冷凝冷却器 F=2206m

废水冷却器

F=46m2 F=20m2

10 杂醇馏分冷却器

11 加压塔进料预热器 F=38m2 12 常压塔进料冷却器 F=214m2/台 (两台串联) F=55m2

两台串联

13 回收塔再沸器

14 蒸汽冷凝液冷却器 F=446m2 15 预精馏塔 φ 2000× 26575 填料塔 16 加压精馏塔 φ 2200× 39600 填料塔 17 常压精馏塔 φ 3000× 45260 填料、浮阀塔 18 回收塔 φ 900× 27920 (填料/塔板) 19 粗甲醇贮槽 20 配碱液槽 21 预塔回流槽 φ 8200× 12160 VN=500m3 φ 1400× 2000 VN=3m3 φ 600/φ 2000?7246 V=18m3 U 型管冷却器规格: F=35m2



1

碳钢 不锈钢



1

碳钢 不锈钢



1

碳钢

台 台 台

2 1 1

碳钢 碳钢 碳钢

内浮顶

5 — 34

甲醇精馏主要设备一览表
序号 名 称 型号及规格 φ 600/φ2600×8988 V=27.8m3 U 型管冷却器:F=35m2 23 常压塔回流槽 24 精甲醇计量槽 25 排放槽 26 甲醇地下槽 27 废水槽 28 回收塔给料槽 29 废水自吸槽 30 碱液槽 31 解析器 32 烷烃油贮槽 φ 2400× 7592 V=32m3 台 台 台 台 台 台 台 台
台 台

单位 数量 台 1

材 料 碳钢

备 注

22 加压塔回流槽

1 2 1 1 1 1 1 1
1 1

碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢 碳钢

φ 6500× 11610 VN=300m3 φ 3000× 8454 VN=55m3 φ 1200× 3781 V=3.9m3

φ 1400× 4433 V=6.3m3 φ 1600× 6515 V=12.4m3

φ 300× 1612 V=0.05m3 φ 1400× 2000 V=3.1m3 φ 1400× 4022 V=5.1m3 φ 2200?6680 V=24.4m3

33 中间罐区地下槽 34 杂醇油储罐 35 甲醇储罐 36 碱液泵 37 预塔进料泵 38 预塔回流泵 39 加压塔进料泵 40 加压塔回流泵 41 常压塔回流泵 42 回收塔进料泵 43 回收塔塔底泵 44 精甲醇泵 45 地下槽泵

φ 1200?3781

V=3.9m3

台 台 台

1 1 1

碳钢 碳钢 碳钢 不锈钢 不锈钢 碳钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 液下泵 内浮顶 内浮顶

φ 4500× 8660 VN=100m3 φ 4500× 8660 VN=100m3 P 出=0.65MPa(G) H=70m H=60m H=135m H=75m H=75m H=40m H=50m H=55m H=37m 液下深度:L=1200mm

台 台 台 台 台 台 台 台 台 台

2 2 2 2 2 2 2 2 2 1

5 — 35

甲醇精馏主要设备一览表
序号 名 称 H=50m P 出=5.4MPa(G) 型号及规格 单位 数量 台 台 台 2 2 1 材 料 不锈钢 不锈钢 不锈钢 液下泵 备 注

46 废水泵 47 洗涤液泵

48 中间罐区地下槽泵 H=37m 液下深度:L=1200mm 49 配碱泵 50 杂醇油泵 51 甲醇泵 H=10m H=20m H=66m

台 台 台

1 2 2

不锈钢 不锈钢 不锈钢

管道泵

甲醇罐区主要设备一览表
序号 1 名 称 型号及规格 φ30000x16500 VN=10000m3 单位 数量 台 2 材 料 备 注 内浮顶

精甲醇贮槽

碳钢

5 — 36

甲醇罐区主要设备一览表
序号 2 3 4 5 6 7 名 杂醇贮槽 甲醇地下槽 精甲醇泵 杂醇泵 地下槽泵 甲醇汽车鹤管 称 型号及规格 Φ60000x5000 VN=140m3 φ1200x3781 V=3.9m3 H=50m H=40m H=37m DN100 单位 数量 台 台 台 台 台 台 1 1 2 1 1 4 材 料 备 注 固定顶

碳钢 碳钢 碳钢/铸铁 碳钢/铸铁 不锈钢 碳钢

液下泵

5 — 37

5 原材料、燃料及动力的供应
5.1 原料及燃料的供应 5.1.1 焦炉气 本工程制甲醇原料采用焦炉气来自年产 200 万吨焦化装置,供气总量 4.24 亿标 立米。由焦化厂通过管道送至装置内。焦炉气工艺规格如下:
组分 %(v) 组分 %(v) CO 6.30 CS2 0.35 g/Nm3 CO2 2.50 噻吩 0.065 g/Nm3 H2 57.5 萘 0.2 g/Nm3 CH4 26.0 氨 0.03 g/Nm3 N2 3.0 B.T.X 4 g/Nm3 O2 0.70 HCN 0.5 g/Nm3 CmHn 3.0 焦油 0.5 g/Nm3 H2O 1.0 合计 100 H2S 0.3g/NM3

温度:常温 压力:0.105MPa(A) 供气量:焦化厂供气能力确定为 4.24?108Nm3/年,计算天数 365 天。 每天气量:116.16?104Nm3/d,小时供气量 48400Nm3/h,甲醇厂开工率只能达 到 90%,即 333 天(8000 小时) ,由此确定甲醇全年耗焦炉气量为 3.872 亿立米/年。 甲醇厂停产所余 0.368 亿立米(0.368?108 Nm3/年)另作它用。 5.1.2 燃料煤

本工程锅炉的燃料煤采用本地生产的动力烟煤,炼焦洗煤副产的中煤和泥煤, 本项目燃料煤用量 113 万吨/年。燃料煤平均热值 11430KJ/Kg(2700Kcal/Kg) 。 本甲醇项目原料、燃料规格、来源及用量表 表 5-1-1
序 号 名称 H2 1 规格 7.5% 49000Nm3/h 小时用量 年用量 运输 方式 备注

原料焦炉气 ∑C 39.8% Ts 66g/Nm3

4.24 亿 Nm3/年

管道

操作 8000 小时/年

5 — 38

常温常压饱和水 热值 3540 Kcal/Nm3 灰分 ≤50% 2 燃料煤 水分 5% 热值 2700kcal/kg 141.25t/h (入炉) 113 万吨/年

栈桥

5.2 主要辅助材料规格、来源及用量 主要辅助材料规格、用量一览表 表 5-2
序号 1 2 3 4 5 6 名 脱硫水解剂 脱硫剂 分子筛 甲醇合成催化剂 NHD 溶剂及化学品、润滑油 离子交换树脂 合 计 C306/XNC98 各种 阴阳离子 称 规 格 单位 吨/年 吨/年 吨/5 年 吨/3 年 吨/年 吨/年 年用量 15 35 20 80 200 50 400 运输方式 火车/汽车 火车/汽车 火车/汽车 火车/汽车 火车/汽车 火车/汽车

5 — 39

6 建厂条件和厂址方案
6.1 建厂条件 6.1.1 厂址的地理位置、地形、地貌概况 (1)地理位置 本工程厂址位于宁东宝丰煤化工综合项目区内。项目区位于宁夏灵武市东北约 20km;银川市东南约 35km;南距黎家新庄中心区约 5km。银-青高速公路及与其平 行的三级公路从项目区西部边界外通过。200 万 t/a 焦化工程位于项目区中东部,其 南面为 240 万 t/a 煤矿,其北面为 15 万 t/a 焦油工程,西侧为 20 万 t/a 甲醇和 5 万 t/a 苯加氢工程用地,甲醇项目南面为余热发电用地和洗煤厂。总图布置按总体规划的 240 万 t/a、煤矿 200 万 t/a 焦化、15 万 t/a 煤焦油加工、20 万 t/a 甲醇、5 万 t/a 苯加 氢、100MW 热电厂及 400 万 t/a 洗煤厂等统一考虑。 甲醇工程的道路均与项目区内其他工程的道路相通,一同构成项目区道路网。 项目区道路向西可与银-青高速公路及与其平行的三级公路相接,道路交通便利。 (2)地形地貌概况 甲醇工程用地南高北低,自然地面标高在 1214.5m—1224.0m 之间,南北高差约 10m。用地范围内无永久性建构筑物。场地西南角有一条冲沟通过,深约 8m。 。 6.1.2 工程地质和地震烈度概况和有关资料 (1)地质构造 参考宁夏煤矿设计院 2005 年 8 月 24 日提供的《宝丰能源公司 15 万 t/a 煤焦 油加工工程岩土工程勘察报告》 ,地层自上而下为: ① ② ③ 黄土状粉土(fak=180kPa) ; 角砾 泥岩 (fak=350kPa) ; (fak=300~450kPa) 。

场区勘探深度范围内未见地下水。 (2)地震裂度:7 度设防。 6.1.3 当地气象条件 本区属于半干旱半沙漠大陆性季风气候,风沙大,昼夜温差大。 6 — 1

全年主导风向为北风和西北风,夏季为南风,冬季为西风,年均风速 3.1m/s,30 年 一遇最大风速 20.7m/s。风季长达 7 个月左右,风力最大为 8 级。 年平均气温为 8.8℃,最高气温可达 41.4℃,最低气温为-28℃。 年均降水量 212.1mm, 降雨多集中在七、 九三个月, 八、 年最大降雨量为 352.4mm, 最小降雨量为 80.1mm。 年均蒸发量 1682.8mm; 年最大蒸发量高达 2304.1mm, 最小蒸发量为 1508.8mm, 蒸发量远大于降雨量。 标准冻土深度 109cm,采暖期 150d。 气象条件 1) 极端最高气温 2) 极端最低气温 3) 年平均气温 4) 年平均大气压力 5) 年平均降水量 6) 日最大降水量 7) 最大积雪深度 8) 全年平均风速 9) 30 年一遇最大风速 设计的主要数据 1) 基本风压 2) 基本雪压 0.45kN/m2 0.25kN/m2 -15℃ 41.4℃ -28.0℃ 8.8℃ 889.5hPa 212.1mm 95.4mm 13.0cm 3.1m/s 20.7m/s

3) 冬季采暖室外计算温度

4) 夏季通风室外计算温度 27℃ 5) 冬季空调室外计算温度 6) 夏季空调室外计算温度 7) 土壤标准冻深
6.1.4.1 城市概况

-18℃ 30.6℃

1.09m

6.1.4 地区和城镇社会经济的现状及发展规划

6 — 2

银川是宁夏回族自治区的首府和自治区政治、经济、文化的中心,是中国西北 地区一个重要的中心城市,也是中国历史文化名城之一。 银川市作为宁夏回族自治区经济社会发展的核心和龙头,已经奠定了城乡经济 发展的坚实基础。如今的银川,综合经济实力日益增强,国内生产总值已占全自治 区 1/3 以上,城市服务设施、服务功能日益完善,城乡市场供应充足,各类型经济实 现了持续、快速发展。银川市作为新亚欧大陆桥上的重要城市和沟通东西部经济发 展的最佳结合部, 将在 21 世纪的历史进程中, 充分发挥出区域中心城市的重要作用。 6.1.4.2 地理环境 银川市位于黄河上游宁夏平原中部,东以黄河和明长城为界,与平罗县和内 蒙古鄂托克前旗毗邻;西依贺兰山,与内蒙古阿拉善盟为邻;南接吴忠市;北连平 罗县。地域范围在北纬 37°29′~38°53′,东经 105°49′~106°53′。银川市地形分为山 地和平原两大部分,西部、南部较高,北部、东部较低,略呈西南──东北方向倾斜, 平均海拔在 1010~1150 米之间。银川属中温带大陆性气候,年平均气温 8.5℃,日 温差 12~15℃,年平均日照时数 2800~3000 小时,是全国太阳辐射和日照时数最多 的地区之一。年平均降水量 200 毫米左右,无霜期 185 天左右。主要气候特点是: 四季分明、春迟夏短、秋早冬长,昼夜温差大。 6.1.4.3 历史人口 银川市早在四、 五千年以前的新石器时代就有人类活动。 汉武帝元狩四年 (公 元前 119 年)设置的廉县,是银川地区最早的县级建置。汉成帝阳朔年间(公元前 24 年前后) ,建北典农城(俗称吕城) ,在今银川市东郊掌政乡洼路村一带,这是银 川建城之始,距今约 2020 年历史。唐高宗仪凤三年(公元 678 年) ,建怀远新城, 即今银川市城区所在地,距今 1300 多年。1038 年,李元昊在兴庆府(今银川)称帝, 建大夏国。1944 年 1 月,宁夏省城改建制市,定名银川。1958 年 10 月 25 日宁夏回 族自治区成立,银川市为自治区首府。目前银川市市区面积 1482 平方公里,辖兴庆 区、金凤区、西夏区三区以及灵武市、永宁县、贺兰县。2002 年银川市年末总人口 132.96 万人,其中回族 35.76 万人;非农业人口 70.06 万人。 6.1.4.4 经济发展 2002 年银川市国内生产总值达到 133.46 亿元,占全自治区的 40.5%,一、二、 6 — 3

三产业结构为 11.6:44:44.4,人均国内生产总值 10157 元;地方财政收入 13.32 亿 元;全社会固定资产投资 72.96 亿元;社会消费品零售总额 53.79 亿元;外贸进出口 总额 2.34 亿美元,其中出口 1.87 亿美元;农民人均纯收入 2932 元,城市居民人均 可支配收入 6845 元。银川平原土地肥沃,沟渠纵横,灌溉便利,素有“塞上江南”的 美称,永宁、贺兰是国家级商品粮生产基地县。2002 年全市农业总产值 25.66 亿元, 粮食总产量 85.96 万吨。蔬菜总产量 52.17 万吨,肉类总产量 5.61 万吨,牛奶总产量 11.77 万吨,水果总产量 6.46 万吨,水产品总产量 3.13 万吨。2002 年全市乡镇企业 总产值 73.94 亿元,从业人员 14.56 万人。银川市依托煤炭、电力和农产品等资源优 势,形成了以化工、机电、食品、建材、生物制药为主导的工业体系。2002 年全市 工业总产值 138.67 亿元。银川市商业贸易繁荣活跃,2002 年全市批发零售餐饮业网 点达到 2.25 万个,从业人员 6.62 万人。 6.1.4.5 城市建设 到 2002 年城市建成区面积达到 60.14 平方公里;城市道路总长度达到 318.12 公 里,人均拥有道路面积 8.42 平方米;综合日供水能力 43.97 万立方米,污水处理率 达到 61.3%;建成区绿化覆盖率 23.03%,人均公共绿地面积 3.64 平方米;城市人口 用气普及率 86.73%;市区人均住宅使用面积 16.4 平方米。市内交通便捷,环境卫生 状况良好,城市总体景观体现出 “回族风情”、“塞上江南”、“西夏古都”三大特色。 6.1.4.6 社会事业 到 2002 年银川市有普通高等院校 3 所,中等专业、技工学校 29 所,成人高等 和中专学校 11 所,中学 103 所,小学 347 所,各类学校在校学生 25.95 万人。宁夏 大学是宁夏惟一的综合性高等院校,面向全国招生,还有培养阿语和宗教人才的伊 斯兰经学院。全市现有卫生机构 130 个,床位 8915 张,医生 3883 人,拥有宁夏医 学院附属医院、解放军第五医院、市第一医院、市中医医院等高水平的医疗机构。 有宁夏体育馆、银川体育馆,湖滨体育馆等体育设施,具备承办自治区运动会和一 般性全国体育比赛能力,2003 年成功举办了第七届全国少数民族传统体育运动会。 6.1.5 交通运输条件 对外交通已形成公路、铁路、航空相交织的立体运输网络。银川市自然风景秀 丽,还有丰富的人文历史景观如西夏王陵、西部影视城等。 6 — 4

本工程建在宁东宝丰能源循环经济项目区。厂址位于宁夏灵武市东北约 20km; 银川市东南约 35km;南距黎家新庄中心区约 5km。银-青高速公路及与其平行的三 级公路从项目区西部边界外通过。正在建设的太中银铁路从园区周边通过。 6.1.6 水源情况 本项目水源根据规划取自鸭子挡水源调节水库,该水库调节总容量为 5100? 104m3,其中一期工程(至 2010 年)调节容量为 2855?104m3。鸭子挡水库至本区规 划有马莲台专线给水管线工程。本综合项目西侧设有园区供水站一座,供水设计能 力为 6 万方/日,可以满足本项目的工业用水和生活用水。 6.1.7 供电、电讯等情况 本项目的电源前期取自宁东能源化工基地的总体规划中规划的任家 110/35/10kv 变电所。 与本项目同期建设的余热发电组, 装机容量为 100MW (2?25MW+50MW) , 可为本项目今后的永久电源。因此,本项目将来的供电条件也是有保障的。 6.1.8 供热工程情况 供汽、供热由三台 350 吨/小时循环流化床锅炉供给。燃料煤由洗煤厂提供。 6.2 厂址方案 本装置拟建在宁东宝丰能源循环经济项目区中心区内。该厂址方案的优点在于: (1)靠近焦炉气管线和燃料煤堆场,节省管线投资和运输费用; (2)项目周围交通运输条件良好; (3)能充分共用项目区的消防、生活等设施。 具体位置详见《区域位置图》和工厂布置总图。

6 — 5

7 公用工程和辅助设施方案
7.1 7.1.1 总图运输 总图布置 总平面布置原则 拟建场地地形为西高东低、南高北低。根据甲醇生产的性质、规模、工艺流程、工厂组成、交通运输、环境保护,以及防火、安 全、卫生、施工及检修等要求,结合场地自然条件,紧凑、合理地进行布置,经技术经济比较后择优确定。 本工程的总平面布置方案应符合下列原则: (1)在符合生产流程、操作要求和使用功能的前提下,生产设备应露天化联合布置; (2)以生产装置为单位,按设备类型联合集中布置;对彼此在生产上有密切联系的建、构筑物和露天设备,布置在一个街区或相 邻的街区内; (3)辅助生产设施的布置,在符合其特性要求条件下,尽量靠近负荷中心; (4)储运设施的布置,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在运输、装卸方便的地段,并 且靠近其服务对象,且为防火、防爆、卫生和管理等创造有利条件; (5)厂前区布置在工厂主要人流入口处,与园区有方便的联系,且与周围环境和总体规划相协调; (6)按功能分区,合理确定通道宽度,节约用地; (7)合理确定场地设计标高,使工厂不受雨水威胁。 7.1.2 总平面布置 拟建厂区在拟建在宁东宝丰能源循环经济项目区中心区内,新建厂区相对平坦。工厂内设施按生产性质和使用要求划分为以下功 能分区: 6 — 6

原料和燃料煤储运区:包括贮煤场地(中煤贮场) 、运煤栈桥、转运站 热电动力区:设锅炉房、自备电站和总降压变电站 甲醇合成区:包括转化、NHD 脱硫、压缩、甲醇合成、甲醇精馏等 总控制室和空分界区:包括空分装置、空压机和中控室及中心化验室、车间办公楼楼 成品罐区及装车栈桥:包括甲醇贮罐区及甲醇泵房、泡沫消防站和汽车装车栈台。 循环水和公用工程区:包括循环水装置、泵房、综合维修和综合仓库、脱盐水站、等 各装置之间的距离满足《石油化工企业设计防火规范》和《建筑设计防火规范》的要求。布置详见《总平面布置图》 。 7.1.3 主要技术经济指标 表 7-1-1
序号 1 2 3 4 5 6 7 本工程占地面积 建构筑物占地面积 道路及车场占地面积 管架及地下管线估计占地面积 建筑系数 场地利用系数 绿化系数 指 标 名 称 单 位 数 量 备 注

平方米 平方米 平方米 平方米 % % %

141359 42408 28272 11309 30 58 20

7.1.4 竖向设计原则及土方工程量 竖向设计是以自然地形条件为对象。因此,竖向设计的目的在于将建设场地的自然地形加以改造和利用,使之符合于建厂的技术 要求,满足生产的需要,为施工、经营管理创造良好的基地场地条件,为此,竖向设计应符合下列原则要求: 6 — 7

(1)满足生产,使厂内外的公路的运输与装卸、车间或装置之间的物料搬运以及管道输送与敷设对高程的要求,使工厂有安全良 好的运输条件; (2)合理利用自然地形,减少土石方工程量,并使场地坡度有利于排水; (3)适应厂区景观要求。 7.1.5 工厂运输 7.1.5.1 全厂运输量

6 — 8











表 表7-1-2

序 号 一 1 2 3 4 运入

货物量 货物名称 吨/年

包装方式

来源去向

备 注

燃料煤 石灰石 NHD溶剂和润滑油 各种催化剂及化学品

1130000 64000 80 200

固 固 液 固/液

散 散

中煤贮场 外购 外购

栈桥 汽运 火车/汽车 火车/汽车

桶,袋

外购

合 计 二 1 2 5 6 7 9 10 运出 甲醇 杂醇油 液氧 液氮 液氩 锅炉灰渣(干) 各种废催化剂等

1194280

200000 530 1320 2640 13000 471800 200

液 液 液 液 液 固 固、 液

槽车 槽车 槽车 槽车 槽车 散 桶,袋

外售 外售 外售 外售 外售 厂内临时渣场 外送

汽车 汽车 汽车 汽车 汽车 汽车外运到 建材用户 不定期

6 — 9

序 号

货物量 货物名称 吨/年 合 计 689490

包装方式

来源去向

备 注

7.1.5.2 运输方式及运输工具 运输方式的确定,对工厂的经济效益至关重要。应根据货物性质、流向、年运输量及运距和节约投资,选择适用生产需要,运输 保证性强,运营费低的运输方式。 进出厂化工原材料、产品运输均由汽车承担,车辆由公司统一考虑。 7.1.6 工厂防护设施 工厂设置金属花格围墙、墙高2.0米。 工厂设有货流、人流大门,共3座。 根据当地的自然条件在厂内适当的地方种植灌木和乔木,沿工厂围墙四周种植树木,即绿化环境,也能起到防风沙作用。绿化系 数为20%。 7.1.7 废渣输送方式、运距和运输工具 本工程主要废渣为热电站产生的锅炉灰渣,共计47.1万吨/年。灰渣外运至临时渣场,采用汽车运输。 7.2 给排水

7.2.1 给水系统 本工程给水系统分为生产、生活给水系统,脱盐水系统,循环水系统及消防水系统四部分。给水水源来自项目西侧供水站,可满 足本工程所需的生产、生活水需要。 (1)生产、生活给水系统 本工程的生产、生活用水量正常约为 619m3/h,主要用于各生产装置工艺水、脱盐水制备、地坪冲洗、循环水补充水和生活用水等,其 6 — 10

中 NHD 脱硫工段消耗的生产水(正常为 350m3/h)经工艺用户后,再供给循环水系统。供水压力不小于 0.4MPa(G),深井水质也符合 《生活饮用水卫生标准》GB5749-85 的要求, (2)脱盐水系统 本工程所需脱盐水量正常为 887.3m3/h 主要供给脱硫、转化、压缩合成及甲醇精馏等工艺装置。全厂回收工艺凝结水量正常为 760m3/h。 设脱盐水站一座,反渗透系统的出力为 200m3/h,混床系统的出力为 1000m3/h,供给上述工艺装置并保证首次开车时锅炉首先供给 空分装置和发电机组足够的蒸汽所需的脱盐水量(此时无回收工艺凝结水) 。原水由鸭子荡水库供给。拟采用反渗透+离子交换的工艺, 供水经活性炭过滤器、反渗透处理,再与经阳床处理后的工艺凝结水混合,最后经混合离子交换器处理后经泵提升后供给各用户。 脱盐水水质标准如下: 电导率(25℃) SiO2 铁 铜 含油量 (3)循环水系统 本工程共设两套循环水系统,一套为净循环水系统,供给空分、空压站、压缩、转化、脱硫、合成及甲醇精馏、气柜与电除尘、 热电站等工艺装置用循环水;另一套为浊循环水系统,供给造气、气柜与电除尘装置使用。参照太原地区的气象参数(夏季) ,设计采 用的参数为: 相对湿度 干球温度 湿球温度 Ф~95% 29.3℃ 23.3℃ 6 — 11 ~0.1μ s/cm ≤20μ g/L ≤50μ g/L ≤10μ g/L ≤1mg/L

大气压力

88.95KPa

1)净循环水系统:循环水量正常约为 32461m3/h,最大约为 33756m3/h。 循环水系统主要技术参数为: 供水压力 回水压力 供水温度 回水温度 浓缩倍数 0.4MPa 0.25MPa 28℃ 42℃ N=5

补水量为循环水量的 2.2%。 排污量为循环水量的 0.4%。 系统组成:冷却塔、泵房、旁滤器、防止换热设备腐蚀结垢的水质稳定投加设施和抑制菌藻繁殖的加氯设施。另外,热电站的循 环给水压力为 0.25MPa,需要设置减压设施。 主要设备参数如下: L9.14m 型风机钢筋混凝土逆流式冷却塔 6 座,单塔平面尺寸 18?18m。 循环冷却水泵为三台透平驱动,一台电动备用,每台泵为 Q=6500m3/h,H=50m。 设三组重力无阀过滤器,过滤水量为 600m3/h,保证出水悬浮物浓度小于 20mg/l。 另外还设置水质稳定加药装置投加缓蚀阻垢药剂。为防止系统中菌藻的滋生,采用冲击式投加液氯加以控制。 本系统的主要任务是为电除尘、气柜等生产装置提供满足生产要求的循环冷却水。系统运行中,水温在 38℃~70℃范围内的无压 回水,经循环水回水地沟先进入平流式沉淀池,经沉淀除浊后,自流进入热水池,再由热水泵组提升进入冷却塔进行冷却,将水温降 到 32℃左右,冷却后的水重力流至冷水池。 系统建构筑物主要包括平流沉淀池、塔下集水池、热水池、冷水池、净水池、以及泵房,设备包括冷却塔、各种水泵、无阀过滤 6 — 12

器、 。 (4)消防给水系统 根据《建筑设计防火规范》(2001 年版)(GBJ16-87)和《石油化工企业设计防火规范》(1999 年版)(GB50160-92)的规定,本工程的 消防水系统单独设置, 同一时间内火灾次数为一次考虑。 最大一处着火点位甲醇罐区, 消防水量约 1265m3/h, 其中泡沫用量为 605 m3/h, 火灾延续时间 40 分钟,固定冷却用水量为 660 m3/h,火灾延续时间 6 小时,本工程新建环状消防管网,消防水有两路出水管与园区稳 高压环状管网相连保证供水的可靠性。全厂范围内布置室外地上式消火栓,水炮等消防设施,室外消火栓间距不超过 60m,并在管网 的适当位置上加切断阀,保证事故时同一时间内停止使用的消火栓不超过 5 个。建筑物内设置室内消火栓保护,甲乙类设备的高大框 架和设备群设置水炮保护。罐区冷却采用固定式水喷淋冷却方式,冷却水由厂区消防管网供给。 7.2.2 工厂排水 全厂的排水系统分为生产污水系统、生活污水排水系统、事故水系统、净下水系统和雨排水系统等。 (1)生产污水系统 生产装置不排生产污水。污浊雨水和冲洗污水经生产污水管道收集后小部分排入焦化厂现有的污水处理站内处理,另一部分排入 焦化厂机械化冲洗槽再使用。 (2)生活污水系统 本工程所有生活设施的排放的污水经管网收集后,再经化粪池预处理,最终排入一体化生活污水处理成套装置内处理,生活污水 处理成套装置采用生物降解的方式,处理能力为 3m3/h,处理后的污水达到一级排放标准后排出厂外。 (3)事故水系统 收集事故产生的物料泄露量、火灾发生时消防废水和全部污染区域的降雨量等。上述污水经管道收集后排入园区内的事故水池中。 事故水池有效容积为 2 万 m3,事故水池内的水经检测后,如水质无污染,则排入雨水系统;如水质受到污染但符合污水处理站的接收 标准,则用泵打入污水处理站内;否则用槽车外运处理。 (4)净下水系统 6 — 13

净循环水系统排污、脱盐水站排放冲洗水、锅炉排放水为清净下水,经泵提升送入焦化厂用于熄焦水。 (5)雨水系统 当地的降雨强度 q 公式为 q 设计采用的暴雨强度公式: q=242(1+0.83lgP)/t0.477 (L/s.ha)

当暴雨重现期为两年,迳流系数为 0.65 时。非污染区域的雨水经管道收集后排入厂外。 7.2.3 附图 水量平衡图

6 — 14

给排水系统主要设备一览表 表 7-2-3
序号 设 备 名 称 及 规 格 单位 数量 材料 备 注

一 净循环水系统 1 2 3 4 5 6 7 冷却塔 Q=4000m3/h, △t=10℃ 台 台 台 套 台 组 套 6 3+1 1 1 1 3 1 碳钢+衬里 钢筋混凝土 铸钢 三台透平驱动 一台电动 配电动葫芦

循环水泵 Q=6500m3/hr H=50m LX 型电动单梁悬挂桥式起重机,起重量 10 吨 加氯装置 电动葫芦,起重量 3 吨, 重力无阀过滤器 Q=200m3/hr 加药装置

二 脱盐水系统 1 2 3 4 5 6 7 8 9 活性炭过滤器 反渗透装置 中间水箱 反洗水箱 阳离子交换器 混合离子交换器 脱盐水箱 脱盐水泵 再生系统 台 套 台 台 台 台 台 台 套 台 台 台 3 2 1 1 3 3 1 3 1 2 2 2 铸钢 铸钢 铸钢 碳钢+衬里 碳钢+衬里 碳钢+衬里 碳钢+衬里 不锈钢 不锈钢 碳钢+衬里

10 中间水泵 11 卸酸卸碱泵 12 反洗水泵 三 消防水系统 1 2 3 4 电动消防泵 柴油消防泵 稳压泵 消防水池 Q=1270m3/h Q=1270m3/h Q=10m3/h V=2 万 m3 H=100m H=100m H=100m

台 台 台 座

1 1 2 1

铸钢 铸钢 铸钢 钢筋混凝土

6 — 15

7.3 供电及电讯 7.3 供电 7.3.1 设计范围 本项目焦炉气制 20 万吨/年甲醇工程,主要包括:原料运输、电除尘、压缩、 转化、脱硫、甲醇合成及蒸馏等生产单元和空分、空压、循环水、脱盐水、热电站、 全厂供电、全厂总变电所等公用工程及辅助设施。在可行性研究阶段电气专业的主 要任务是确定全厂发、变、配电方案和上述装置界区内的变、配电设计方案。 7.3.2 用电负荷及负荷等级: 本工程绝大部分为二级负荷,少量为一级和三级负荷。 本工程总的有功计算负荷为 14244kW。项目区总用电负荷 122.4MW。 本工程拟建一座自备热电站,内装 25MW 抽背机组 3 台,用于调整工业园区蒸 汽及用电平衡的 25MW 抽凝机组 1 台, 正常发电功率为 100MW, 最大发电功率 120MW。 自备电站发电机正常运行时,可满足项目区电量需求。 当自备电站发电机停机或检修时需由电网供部分电量。 详见全厂负荷计算表 7-3-1 7.3.3 电源状况 本项目的电源前期取自宁东能源化工基地的总体规划中规划的任家 110/35/10kv 变电所。 7.3.4 厂内供电方案 (1)厂内建设一座 110kV 全厂总变电所做为全厂发、供、配电中心。根据目前 厂内现有计算负荷并考虑工厂的适当发展,拟选用 2 台 115± 8x1.25/10kV 125000kVA 有载调压变压器。 (2)按照以汽定电的原则,厂内新建三台总计 100MW 汽轮发电机组。发电机 正常发电功率 100MW。发电机直接连接到全厂 110kV 总变电所的 10kV 母线。 (3)根据本工程厂内负荷分布和需要情况,除新建 110kV 全厂总变电所外,需 设 10kV 二级配电所 1 座,10/0.4kV 低压变电所 4 座。分别是:循环水及工艺装置 10kV 配电所,以及热电站、空分、循环水及工艺装置变电所。全厂总变电所可向下 一级 10kV 配电所和就近的高压电动机供电。 7.3.5 各装置变电所内的配电变压器台数和容量 6 — 16

(1) 空分空压变电所: 内设 10kV/0.4 kV-2× 800kVA 变压器, 负责向空分、 空压、 电除尘和甲醇灌区等装置供电。 回 10kV 电源引自循环水及工艺装置 10kV 配电所。 2 (2)循环水及工艺装置变配电所:内设 10kV/0.4 kV-2× 800kVA 变压器,负责 向循环水、甲醇、脱硫等装置低压用电负荷供电。2 回 10kV 电源引自循环水 10kV 配电所。 (3)热电站变配电所:内设 10kV/0.4 kV-2× 1600kVA 变压器,负责向电站站用 电和脱盐水低压用电负荷供电。2 回 10kV 电源引自全厂 110kV 总变。 (4)取水低压变电所:内设 10kV/0.4 kV-1× 630kVA 变压器负责水源地的供电。 1 回 10kV 电源引自循环水及工艺装置 10kV 配电所。 7.3.6 全厂变、配电系统接线方式及运行方式 (1)110kV 全厂总变电所:110kV 和 10kV 均采用单母线分段接线,正常两段 母线可并列运行。 (2)

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