年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目可行性研究报告（上）

XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目可行性研究报告(上)XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目 1 11.3研究的范围 2 2 2 2 3 4 7 72.2XX省能源现状 8 3.1二甲醚市场分析 3.3产品价格分析 4.1建设规模 XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目4.2产品方案 5.2工艺技术的确定 5.3引进技术范围 5.4工艺流程及消耗定额 5.5主要设备方案 6.1原料供应 错误!未定义书签。966.2辅助材料供应 错误!未定义书签。96 7.2仪表选型………………错误!未定义书签。997.3主要关键仪表的确定及要求……错误!未定义书签。102第八章建设条件及方案…………错误!未定义书签。104第九章公用工程及辅助设施……错误!未定义书签。1069.1总图运输………………错误!未定义书签。1069.4电讯……错误!未定义书签。122XXXX投资咨询有限责任公司IIIXXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目9.6空压制氮………………错误!未定义书签。1279.7维修…………………错误!未定义书签。1279.8贮运……错误!未定义书签。127第十章土建工程方案……………错误!未定义书签。12910.2结构处理……………错误!未定义书签。12910.3主要建筑物、构筑物一览表………错误!未定义书签。12910.4生活福利设施………错误!未定义书签。131第十一章环境保护………………错误!未定义书签。13211.1建设地区环境现状………………错误!未定义书签。13211.2污染物治理措施……错误!未定义书签。13611.3本项目污染物问题控制原则………错误!未定义书签。13811.4环境安全性事件应急措施…………错误!未定义书签。13911.5绿化…………………错误!未定义书签。13911.7环境影响评价………错误!未定义书签。14012.1设计中采用的标准…错误!未定义书签。14212.2危害因素和危害程度………………错误!未定义书签。14312.3安全防范措施方案…错误!未定义书签。147XXXX投资咨询有限责任公司IVXXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目13.2消防设计原则……错误!未定义书签。15113.3火灾危险性分析……错误!未定义书签。15113.4主要消防措施和设施………………错误!未定义书签。15213.5消防管理……………错误!未定义书签。15314.1能耗分析……………错误!未定义书签。15414.3节水措施……………错误!未定义书签。15715.1企业管理体制及组织机构…………错误!未定义书签。15815.2生产倒班制及人力资源配置………错误!未定义书签。15815.3人员来源及培训……错误!未定义书签。15916.1项目实施计划内容…错误!未定义书签。16116.2实施进度计划………错误!未定义书签。16117.1编制依据…………错误!未定义书签。16417.2有关说明……………错误!未定义书签。16417.3投资估算…………错误!未定义书签。164XXXX投资咨询有限责任公司VXXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目17.4资金筹措……………错误!未定义书签。167第十八章经济分析及主要指标…错误!未定义书签。16818.1经济评价依据及方法…错误!未定义书签。16818.2基础数据……………错误!未定义书签。16818.3财务分析………………错误!未定义书签。16818.4主要指标……………错误!未定义书签。17218.5经济评价结论…………错误!未定义书签。17219.1研究结论………………错误!未定义书签。17319.2建议…………………错误!未定义书签。1741、流动资金估算衰2、投资使用计划与资金筹措表4、总成本表7、现金流量表(全部投资)8、经济指标表9、资产负债表xxXX投资咨询有限责任公司VIXXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目年产120万吨甲醇及80万吨二甲醚项目总平面布置图3、二甲醚项目热平衡图(一期)4、二甲醚项目水平衡图(一期)全厂物料平衡图(一期)6、气化(含灰水处理)工段工艺流程图(一期)7、变换工段工艺流程图(一期)8、甲醇合成及精馏工段工艺流程图(一期)9、空气分离工艺流程图(一期)冷冻工段工艺流程图(一期)11、硫回收工段工艺流程图(一期)12、氢回收工段工艺流程图(一期)13、二甲醚工段工艺流程图(一期)14、脱硫脱碳工段工艺流程图(一期)XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目1.1项目名称及建设单位1、项目名称：年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇建设项目1.2编制的依据1.3研究的范围XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目8、投资估算、经济评价1.4编制原则1.5项目建设规模及产品方案1.6总投资及资金来源项目总投资415626万元。其中固定资产投资401837万元、铺底流动资金13789万元。1.7项目单位基本概况XXXX煤矿公司是集煤炭项目开发建设、经营管理、运输、销售为工、煤电项目及其他相关产业的原(燃)料供料，同时向国内外市场XXXX煤矿的井田范围由XX省国土资源厅晋矿采划字【2003】80XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目质储量95850万吨，可采储量60000万吨，生产能力为4.0Mt/a,配理坐标：北纬37°38′10”～37°44′01”,东径110°45′58”~处，距离碛口镇西南约6km。湫水河从工业广场南由东北至西南流入1.8结论展状况分析，预计到2006年我国甲醇衍生物生产所需甲醇量为400万到2010年，我国甲醇总的消费需求量约为1150万吨，年递增率约为XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目证成熟可靠。4、本项目主要原材料、辅助材料和燃料动力的供应均稳定可靠，提供就业机会，具有明显的社会效益。6、本项目经财务评价年均年均销售收入为307602万元，正常年总成本为111079万元，正常年销售税金及附加51926.1万元，正常年利润总额为144596.89万元，财务内部收益率税后为23.07%,财务净现值税后为206556.11万元，投资回收期税后为4.54年，投资利润率32.29%,投资利税率43.89%,盈亏平衡点为23.85%。从财务上来说是综上所述，该项目符合国家的产业政策，对促进企业成长、地方经济的跨越式发展具有积极作用。1.9主要技术经济指标主要技术经济指标表序号数量1建设规模甲醇万吨/a二甲醚万吨/a2产品方案二甲醚万吨/a副产品硫磺XXXX投资咨询有限责任公司XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目3年操作时间h4主要原材料用量原料煤万吨/a5公用工程消耗新鲜水万吨/h循环冷却水万吨/a电蒸汽仪表空气万Nm³/a6主要三废排放量废水万吨/a废渣万吨/a7总投资万元固定资产投资万元铺底流动资金万元8本项目定员人9年总成本万元年销售收入万元年利润万元投资回收期年含建设期投资利润率%投资利税率%财务内部收益率%税后财务净现值万元XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目盈亏平衡点%XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目第二章项目建设的意义及必要性2.1目前我国的能源形势能源是国民经济发展的重要基础和支柱，能源产业关系到国民经济和社会发展的各个方面。我国能源结构的特点为缺油、少气、多煤，属于以煤炭为主的能源消费国家。我国煤炭资源丰富，长期以来，煤炭在我国一次能源生产和消费构成占2/3以上。我国煤炭供求关系由上世纪八十年代供不应求，制约国民经济发展，过渡到九十年代初期的供需平衡，基本保证了国民经济的发展需求，但随着大量小煤矿的上马，九十年代末期出现供过于求的现象。在国家宏观调控政策下，自从2000年国家加大了对地方小煤矿关并压产、清理整顿的力度后，扭转了供过于求的局面，转向供求基本平衡。在未来相当长的时期内，以煤为主的能源供应格局不会改变，为保证国民经济和社会持续、稳定、健康的发展，必须加强煤炭的基础能源地位。要实现我国人均生产总值达中等发达国家水平，人民过上比较富裕的生活，能源消费量还将有较大的增长，但是目前我国50%以上的石油(包括成品油)消耗依赖进口，未来缺口将进一步扩大。全球已爆发了三次石油危机，尤其是近几年来，世界石油价格一路攀升，已成为制约我国国民经济持续、稳定、快速发展的重要因素，因此，迫切需要发展以煤为原料的清洁能源化工产业。XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目2.2XX省能源现状XX省属既无石油资源，又无炼油企业的地区，所有油品包括液化石油气均需从省外通过长距离运输来供应，不仅加重了运输压力，也优势资源就地转化为高附加值的能源化工产品甲醇和新型清洁能源二甲醚，不仅可以缓解我国能源日益紧张以及机动车辆保有量的迅速增加对液体能源的大量需求，同时，使用清洁能源还将大大减少对环境2.3发展二区经济进行循环经济建设本项目以贯彻落实党中央倡导的科学发展观，调整经济结构进而济发展步伐。提出本项目开发该县资源，进行循环经济建设，在开发煤炭资源的同时进行煤炭的深加工，并建设年产120万t/a甲醇、80万t/a二甲醚工程，发展煤化工，提高煤炭就地转化率，极大的增加项目的建设对推动我省革命老区和贫困地区两区经济发展具有积机遇发展现代能源化工项目，延伸煤炭产业链并带动建设地区相关产业发展，对于推动“两区”经济建设，改善和提高“两区”人民的生XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目3.1二甲醚市场分析3.1.1二甲醚产品用途3.1.1.1二甲醚特性二甲醚(DME)是一种新型的清洁能源，具有替代石油和天然气产癌性。国际上称之为21世纪洁净燃料，化学式为CH₃OCH₃,分子结构中只有C-H、C-0键，没有C-C键，其特性与液化石油气十分相似。十分子式分子重量物理性质气体易于液化，火焰无色沸点熔点-141.5℃燃点液体密度XX界压力XX界温度自燃温度爆炸极限Vol:3.45-26.7%燃烧热蒸发热十六烷值可溶于：水、汽油、CCl₄、苯、氯苯、丙酮、乙酸甲脂今天世界上消耗的二甲醚主要是作为气雾推进剂中氟氯碳的一种XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目也作为化工原料，用来生产硫酸二甲酯、聚甲基苯和高纯度氮、N-二甲基苯胺和其他化学物的甲基试剂。另外，它还作为清洗剂，用于高精密仪器(电子仪器)表面的清洗。所有这些用途都需要高纯度的二“工业燃料”和“车用燃料”,产品纯度≥95wt%;但是，将来有可能3.1.2二甲醚的供求状况3.1.2.1世界二甲醚的供求状况2001年世界二甲醚的生产能力为每年170,000吨，产量每年150,000吨。亚太地区二甲醚的生产能力为55,000吨(占全球产能的32.3%),产量为42,000吨(占全球产量的28%)。中国的生产能力为22,000吨/年。大部分二甲醚作为空气推进剂。近年中国二甲醚发展是四川泸天化生产1万吨/年，正在建设的有宁煤集团21万吨/年，泸天化10万吨/年。目前世界上生产的二甲醚几乎都是用天然气合成的。表3-2世界二甲醚生产能力(2001年)公司名称生产能力(公吨/年)壳牌/RWE公司(德国)Hamburg二甲醚公司(德国)Arkosue公司(荷兰)Dupont(美国)澳大利亚台湾日本XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目中国总产量另外，一些项目正在开发过程中，日本公司和政府正在对世界上的几个二甲醚项目进行预可行性研究。Mtsubishi气体对澳大利亚西部的150万吨/年的二甲醚厂和200万吨/年的甲醇厂进日本还正在对卡塔尔、印度尼西亚和澳大利亚的规模为2500～4000吨/天的工厂(JFE公司研究)、伊朗和印度尼西亚的7000吨/天的工厂进行研究。托普索在伊朗建设80万吨/年DME。目前世界上，50%的二甲醚用做气雾剂，约35%用来生产硫酸二甲酯，15%的作为燃料和其3.1.2.2国内二甲醚生产现状及供求预测中国进入二甲醚市场较晚，很长一段时间只有少数几家工厂生产二甲醚，生产规模小，技术比较落后。然而，二甲醚的需求随着气雾剂需求的增加日益增加，我国对气雾剂的需求，从1990年到1991年，需求量由4800万瓶增加到8600万瓶。到1992年增加到15800万瓶，到1995年超过2亿瓶，至今达到4亿瓶。XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目表3-3国内二甲醚主要生产厂家公司能力(吨/用途工艺方法技术来源投产年月山东XX沂久泰科技公司(鲁明化工)民用燃料甲醇液相脱水规划设计院扩建完成江苏吴县合成化学厂甲醇气相脱水浙江化工研究院湖北武汉青江公司(武汉硫酸厂)甲醇液相脱水传统工艺江苏昆山化工厂甲醇气相脱水上海石油化工研究院上海申威气雾剂公司气雾剂蒸馏新技术上海石油化工研究院广东中山凯达精细化工公司气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院1998二次扩建成都华阳威远天然气化工厂气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院安徽蒙城县化肥厂气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院广州广氮集团公司气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院浙江义乌光阳化工公司气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院成都华菱公司甲醇气相脱水浙江诸暨新亚化工公司甲醇气相脱水湖北田力实业公司(随州化肥总厂)合成气一步法学工程公司陕西新型燃料然具公司民用燃料甲醇气相脱水中科院XX煤化所XXXX县化肥厂民用燃料合成气浆态床法中科院XX煤化所XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目公司能力(吨/用途工艺方法技术来源投产年月河南沁阳氮肥厂醇醚燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院江苏无锡氮肥厂醇醚燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院XX榆次佳新能源化工公司醇醚燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院山东荣城氮肥厂醇醚燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院贵州宏华新能源工业公司醇醚燃料甲醇气相脱水西南化工研究设计院湖北利川化肥厂气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究设计院安徽淮阳化肥总厂甲醇气相法西南化工研究设计院泸州天然气化工公司日本东洋工程公司陕西渭河煤化集团气雾剂甲醇气相脱水西南化工研究院施工云南解化民用甲醇气相法3.2.1国内甲醇生产状况国内甲醇生产起始于二十世纪六十年代，以小甲醇起家。到六十年代末，甲醇的生产能力仅为10万吨/年。八十年代，国内甲醇生产得到了进一步的发展，到八十年代末，甲醇产能达86万吨/年。进入九十年代中期，国内甲醇生产进入快速发展时期。近期随着甲醇市场的快速增长，国内正在掀起新的甲醇项目建设热潮，许多甲醇厂及投资商纷纷提出不同规模和原料及其工艺技术的建设方案，并且有的已经开始实施或开工建设。XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目1995～2000年间，我国甲醇产量年均增长率为6.2%,2000～2005年间均增长率达21.9%,2005年我国甲醇产量达到535.64万吨，装置平均开工率为76.4%。虽然近年国内甲醇产量增长很快，但开工率一直较低，近期由于甲醇需求旺盛、价格高，开工率上升到近年来的高峰。国内甲醇装置开工率低的主要原因是中国联醇装置能力约占总能力的50%左右，多数联醇装置规模小、产品成本高、缺乏竞争力，造成开工严重不足；其次开工率不高的原因是新装置仍处于磨合期。近1995～2005年国内甲醇生产情况年份能力(万吨/年)产量(万吨)开工率(%)1995年1996年1997年1998年1999年2000年2001年2002年2003年2004年2005年约762004年中国甲醇生产能力已达600万吨/年以上，生产装置200多套。2005年新开工的主要装置能力超过100万吨/年，截止2005年XXXX投资咨询有限责任公司15XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目底甲醇总生产能力达到720万吨/年以上。目前我国主要甲醇企业情况2005年我国部分甲醇生产装置表序号名称生产能力(万吨/年原料1上海焦化有限公司煤2四川维尼纶厂天然气和乙炔尾气3榆林天然气化工厂天然气4大庆油田甲醇厂天然气5内蒙古伊化集团天然气6川西北甲醇厂天然气7长庆油田甲醇厂天然气8格尔木炼油厂天然气9齐鲁石化公司煤鲁南化肥厂煤哈尔滨气化厂煤土哈油田甲醇厂8天然气煤+天然气山东滕州盛隆焦化厂焦炉气河南蓝天集团遂平化工厂煤，2万吨为联醇曲靖大为焦化制供气有限公司8焦炉气湖北宜化集团有限责任公司煤XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目浙江巨化集团公司煤湖南智成化工有限公司煤XX丰喜肥业股份公司8煤泸天化天然气蓝天集团(河南驻马店)天然气蓝天集团(河南光山)煤陕西神木煤山东久泰化工科技股份公司煤2005年底至2006年初，国内新投产的主要有四川泸天化40万吨/年、内蒙古天野20万吨/年、陕西神木20万吨/年、山东兖矿国泰24万吨/年、河北建滔邢台10万吨/年、XX丹峰10万吨/年、XX丰喜10万吨/年、新疆东辰9万吨/年、刘家峡化肥厂7万吨/年等装置，目前这些新装置的总体开工率在60%左右。新增产能对市场会造成比较大的影响。据初步统计，2006年我国新增甲醇产能至少在150万吨由于国内甲醇市场发展较快，使国内外投资者对在中国建设大型甲醇项目十分关注，特别是煤产地和天然气产地，在积极研究建设大型甲醇项目的可能性，有的已经开工建设。国内拟在建甲醇项目，按规模大致可以分为两类：一类以60万吨/年以上为代表，但只占少数；另一类以10万～20万吨/年为代表，占绝大多数。规模化水平与国外水平相比仍有较大差距。根据目前国内已知的在建甲醇项目，正在建设中的甲醇装置的产能约为1100万吨/年，加上现有的约900万吨产能，预计到2010年我 XXXX投资咨询有限责任公司17XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目国甲醇的产能将达到2000万吨/年，在此后甲醇装置的建设热潮会有所降低；预计到2015年国内甲醇生产能力约2410万吨。3.2.2国内甲醇消费状况1995～2000年间我国甲醇消费年均增长率为15.09%,2000～2005年间增长率为15.13%,2005年我国甲醇表现观消费量达到666万吨。近两年国内甲醇产能的大幅增长，使得甲醇的国内满足率大幅上升，2005年达到历史最高点，达80%。但客观的说，虽然甲醇行业发展很快，但整体水平仍然较低，尤其是煤炭、动力、运费等价格的上涨，巴林、卡塔尔等中东国家和马来西亚、印度尼西亚等东南亚国家，以近十年国内甲醇供需情况(万吨%)年份产量进口量出口量表观消费量国内满足率1995年1996年1997年1998年1999年2000年2001年XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目2002年2003年2004年2005年1995一2000率，%率，%2005年国内甲醇实际消耗量645.9万吨，主要消费在甲醇衍生物领域，其中作为甲醛原料是最大的消费领域，占总消费量的46.1%,其次醋酸占7.8%,MTBE占6.7%;在甲醇的直接用途中，甲醇作为燃料使用在一些省份发展较快，多是使用在甲醇掺烧汽油和民用燃料上，2005年所占比例达到10.6%。2005年国内甲醇消费结构见下表：2005年国内甲醇消费结构序号消费领域消费量(万吨)1甲醛2醋酸34甲胺5甲烷氯化物6二甲醚XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目7燃料8医药9农药溶剂其它合计3.3产品价格分析3.3.1二甲醚价格分析在确定二甲醚出厂价格的时候，必须考虑其他几个因素。首先，进行价格制定，所以二甲醚的价格就要折扣到30%。另一方面，正如XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目尽管现在国内甲醇市场有广阔的空间，但同时面XX低成本进口货冲击，市场价格仍然受进口价格的影响。因此，影响我国甲醇价格最结合其它因素对甲醇价格的影响，确定本项目甲醇价格为2000元/吨xXXX投资咨询有限责任公司XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目第四章建设规模、产品方案4.1建设规模燃料和柴油替代方面，而且其市场规模非常大。一方面DME作为民用燃料可以有效的减少城市燃煤造成的环境法污染，减少农村和小城镇燃煤和燃柴的比例，对于改善城市环境和保护荒漠地区生态平衡有重本项目主要是结合当地煤炭资源的特性，通过以生产甲醇为基础原料的两步法进行生产二甲醚，因此，二甲醚装置的规模既要考虑市场情况，也要考虑甲醇装置的经济规模，八十年代以来，国内外甲醇装置都在向大型化发发展，由于压缩机、合成塔及其他大型设备的开发应用，为甲醇单系列大型化生产创造了条件。目前单套甲醇生产装置的规模已达170万吨/年，甲醇的规模对投资和产品成本影响较大，一般来说规模越大，单位产品成本越低。当规模达到一定程度后，则经济效益的优势就不再明显。目前一些发达国家对小于30万吨/年的出了进一步降低甲醇生产成本的必要性，同时随着相关工业技术水平XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目的不断进步，促进了甲醇装置大型和超大型化的可能性，因此，近年和MIP)装置联合建设的项目，有建设大型和超大型甲醇装国外170万吨/年的单系列甲醇生产装置正在建设当中。甲醇装置的大型化可以降低单位甲醇产品的投资费用和财务费用，从而降低甲醇的生产成本。甲醇装置的经济规模除了和投资成本有关外，还和原料资源量、市场销售份额、建成地点、交通运输等方面有关。若建在资源地(如中东或南美等),并且市场销售面向世界各地，则甲醇装置规模在100万吨/年左右是经济的。若建厂在个别地区或国家，并且市场销售面向这个地区或国家，则甲醇装置规模在60~80万吨/年是经济的、合理的。目前国内大型甲醇装置的规模多数在10～20万吨/年之间，以煤为原料甲醇的单套最大规模为20万吨/年，装置规模小，竞争力差。近期国内新建甲醇装置较多，规模有较大的提高，大型项目规模多在20～60万吨/年之间。通过以上分析，本着技术先进可靠、提高产品竞争力的原则，综合考虑国内市场、地区市场建厂地点、交通运输、企业资源等方面的实际情况，本项目确定二甲醚装置建设规模为80万吨/年，配套甲醇装置建设规模为120万吨/年，已经达到经济规模，将成为国内最大的二甲醚及甲醇装置之一。项目分两期建设，第一期建设40万吨/年二甲醚及60万吨/年甲醇，二期扩产改造达到80万吨二甲醚及120万吨XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目4.2产品方案序号产品方案生产规模(t/a)备注一期二期1二甲醚2硫磺-92标准和国际标准“A-A”级标准。年副产品硫磺1.38万吨，符合国家GB-2449-92标准。年操作时间为300天。二甲醚、甲醇和硫磺液态密度表温度(摄氏度)c密度(kgm)7蒸气压表温度(摄氏度)c0压力Mpa(ata)产品质量指标表名称二甲醚甲醇水份气味无异味燃料二甲醚标准：目前国内还没有制定燃料二甲醚的产品标准，仅有部分地方标准，本工程燃料二甲醚标准按二甲醚含量要求>98%XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目甲醇国家标准(GB338-92)优级品一级品密度(200c),g/cm3温度范围(101325pa),0c64.0～65.564.0～65.5沸程(65.6±0.1),0c高锰酸钾试验，min水溶性实验澄清澄清蒸发残渣量，%硫磺国家标准(GB-2449-92)单位指标硫水分灰分%铁%砷%有机物%XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目第五章工艺技术装置及设备方案5.1工艺技术选择5.1.1气化工艺技术高，平均在27%左右，灰溶点也较高的原因，本项目初步选择采一种新炉型-BGL炉，变干粉排渣为熔融排渣，气化效率和气体流化床气化技术主要有德国温克勒(Winkler)流化床粉煤XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目兰壳牌谢尔(shel1)粉煤加压气化技术和德国未来能源(Futureenergy)的气化技术(GSP)。★固定床气化程中的放空气对环境污染严重，每吨合成气的吹风放空气量达2800-3100立方米。该技术在国外已被淘汰。★流化床气化国内流化床气化主要有中科院XX煤化所开发的灰熔聚流化焦粉等，使用粉煤在1100℃下气化，固体排渣，无废气排放。该技术工业示范装置已于2001年在陕西城固氮肥厂建成，小时耗煤量4.2吨。其煤种适应性广，操作温度约为1000℃,反应压含酚量低。碳转化率为90%。主要的缺点是合成气中(CO+H₂)为68～72%,有效气体成分较低，其次是气化压力低、单炉产气★恩德粉煤气化恩德粉煤气化技术，在朝鲜有30多年的运行经验，适用于气化炉无炉筚空筒气化，操作可靠，气化炉运转率可达92%。单炉产量有10000Nm³/h,20000Nm³/h,40000Nm³/h等。合成气(CO+H₂)为62～65%,CO₂为27～28%,其它为惰性组合。由于气化剂为耗比德士古气化技术低，碳转化率可达98%,有效气体成分(CO+XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目H₂)为83～85%,这些指标均比德士古气化技术高。采用该技术建立的日处理煤量20吨的工业性试验装置已运转400小时以上，并经过72小时考核，取得了国家专利，经过科技部组织的评审和验收，并被列入《国家高技术研究发展计划(863计划)》,为肥国产化工程及兖州集团年产24万吨甲醇项目均采用了该技原化工部XX潼化肥研究所(现西北化工院)早在60年代末就已开展水煤浆纯氧气化的研究，70年代初建立日处理50吨的添加剂的混合煤浆气化技术，已成功地应用于油气化装置的改目前，在大型煤气化过程中主要采用水煤浆气化(国产化对置式多喷嘴)和Shel1、GSP粉煤气化工艺，现将各种先进气化大型气化技术比较表对置式多喷嘴气化压力，MPa3.0～6.5气化温度℃单炉最大能力吨煤/天气化炉型式热壁式、四喷嘴冷壁炉、四喷嘴进煤方式水煤浆浓度>60%泵送煤粉用氮气输煤粉用氮气输<90μm热回收方式激冷、废锅废锅激冷排渣液态排渣液态排渣液态排渣碳转化率%有效成份(CO+H₂)较高>80%高>90%净化气中惰性气含量吨甲醇耗煤量(干，驰放气氢回收时)~1.3氧气用量高～15%)较低中工业化装置数211在中国已投产/在建的工业2XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目装置环境影响友好友好友好投资(含空分)较低高(比对置式多喷嘴高～15%)较低设备国产化率高低低建设周期较短多喷嘴炉长半年以上)较短虽然对置式多喷嘴水煤浆气化工艺技术的投资较省，但由于XXXX煤田供给本项目的原料煤灰及灰熔点相对较高，不适宜本粉煤气化具有煤种适应范围较广的特性，Shel1和GSP的各项技术指标均较相近，但是Shel1工艺的建设投资相对较高，所以本项目推荐采用GSP工艺技术。该系统由3条生产线组成，每条生产线的加工能力大约煤炭进料总量的75%,其中两条生产线处于运行状态，一条生产线备用。对于密相流给料系统来说，使用二氧化碳作为载气并且用来为闭锁料斗加压。备煤系统包括三台立式的辊磨机、两个煤炭料仓、两个输送系统，每台气化炉各配置一个。第三台立式的辊磨机可以针对每个煤炭料仓的情况灵活使用。XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目经过预选的粒径大约为0-50毫米原料煤，送入辊磨机中进低于2%(重量);粒度：来自干煤仓的经过预处理的粉煤被输送到气化炉的密相流在排放到大气之前都利用煤仓的过滤器将其中夹带的煤粉颗粒XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目满时，就用吹扫气体(CO₂)加压，随后排放到给料机容器中。料机容器经由喂料线(共三条喂料线)输送到气化炉顶部的主燃烧器。粉煤输送时的悬浮密度大约为400kg/m³,所以需要的载气给料机容器和气化炉反应室之间的压差用来控制粉煤的质量流量。在密相流输送中，由于粉煤/载气混合物的流动阻力比较高，所以粉煤给料系统的压力需要比气化炉的压力高出0.2-对吹扫气体(CO₂)和干煤的温度需要特别注意。所有容器煤粉、氧气(纯度为99.6%)和蒸汽通过气化炉顶部和主燃烧器以并流方式送入气化炉反应室中。在压力为4.OMpa,温度下游的气体冷却段(界区外)中产生的气体冷凝液重新循环到气化工段中，用作文丘里洗涤器中的洗涤水以及随后的急冷XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目高温粗合成气和液态灰渣以并流的方式离开气化炉的反应其和下游工艺相关的特性将能够控制进入气化炉的煤粉的质量来控制的。对于负荷的变化，需要对氧气/燃料之比进行精细调XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120出急冷段的粗合成气在两个连续的文丘里洗涤器中和水充在分离器的下游具有一个紧急减压功能的快速火炬系统将除了最终冷却器(冷却温度低于130℃,)出来的冷却水外，气(9)黑水处理黑水处理装置包括闪蒸冷却单元(两条线路，每条线路都具有一个两步冷却系统)和真空泵站、絮凝剂配料站以及沉降池，XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目洗涤器的洗涤水。经过加压的黑水首先送到闪蒸容器，将大多数的气体组分脱除。经过预处理的黑水通过一个沉降池中被清除，并且通过将沉淀物的黑水淤渣进行分离来进行增稠和脱水处理。经过洗涤和干燥的滤饼打包后送到厂外妥善进行废弃。沉降池中的部分清水(干固体含量少于0.1%)以及闪蒸冷却器的冷凝水被收集起来并且补充软水后重新循环到气化岛。气化炉的工业化规格φ3000,H=17500,单台日处理煤量为2000吨，拟选用两台。5.1.2空分工艺技术(1)国内外工艺技术概况采用带增压膨胀机的分子筛流程及规整填料塔与全精馏制氩技术。八十年代国内开发了带增压膨胀机的分子筛流程空分设备(第五代),九十年代中期开发成功了采用规整填料塔与全精馏制氩技术的新一代空分设备(第六代)。从九七年以后国内设计生产的1000Nm³/ho₂以上的空分设备均采用了规整填料塔与全精馏制氩技术，采用这项技术后，对外压缩流程而言氧的提取率可达到98%-99.5%,氩气的提取率达到65%-85%,能耗下降10-13%以上，而且整个流程简单，操作方便、安全可靠、占地面积小，优势显而易见。☆产品规格多样化，尤其是内压缩国内外已是一种发展趋势九十年代中期以后，随着用户对空分产品的品种要求，尤其是氧充瓶，要求采用内压缩，因而小型的高压内压缩设备已逐步XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目达到100000Nm³/ho₂以上。目前国内已投运的宝钢5#空分单机容(2)空分装置的选择本项目设计能力为年产甲醇60万吨并进一步脱水生成40万吨/年的二甲醚产品，相应的氧气需要量为60000Nm³/h空分设XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目备(实际耗氧量56250Nm³/h)。拟选择供氧能力在30000Nm³/h的空分装置两套，完全可以实现国产化。★空分装置流程的选择空分装置的工艺流程采用分子筛预净化、增压透平膨胀机、全精馏提氩、氧氮产品内压缩等先进技术。内压缩流程是现今国内外空分装置普遍采用的先进的工艺流程，内压缩流程具有以下几个主要优点：由于液氧泵及空气增压机取代了价格昂贵的氧气透平压缩机，可使投资降低；液氧泵和空气增压机的备品备件比氧压机的备品配件价格低，因而可使维护保养成本降低；使用液氧泵内压缩后，可防止烃类在冷凝蒸发器内聚集，因此安全性更好，装置也更可靠；用空气增压机取代氮气压缩机后，由于增压机在某些情况下可以和原料空压机合拼成为一个机组，因而占地减少、安装费用省、操作方便、控制简化。内压缩空分流程分为空气循环(又称为双泵流程)和氮气循环(又称为单泵流程)。双泵流程是用高压空气来复热高压液氧和液氮产品(即空气循环),液氧、液氮产品用泵加压到所需压力；单泵流程是用高压氮气来复热高压液氧(即氮气循环),用液氧泵压缩液氧达到所需压力，用氮压机压缩氮气达到所需压单泵流程利用高压氮来使加压液氧气化复热并回收其低温这意味着氮压机的压缩比要大于增压空气压缩机的压缩比，因一些。另外循环氮气主要是作为吸收和转移低温冷量的一种载压透平膨胀、氮水预冷、分子筛吸附、内压缩(液氧)工艺流程。这样的装置已经工业化，并且在国内外的生产装置上应用多套。国内以杭州杭氧股份有限公司为首的国内大型空分设备制XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120工上已有了成功的先例。如：德州40000空分已经开车、安庆、湖北48000空分已进入调试阶段。(3)空分装置特点仪表空气、工艺空气均要求常压露点≤-40℃,并且压力等全厂设统一的仪表空气(2500Nm³/h)和工厂空气(2500Nm全厂需要的氮气1氮气2氮气3由空分装置提供，设统一的XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目a、空气压缩b、空气冷却和纯化套的空分装置采用两套制氧能力为30000Nm³/h空分设备(实际耗氧量56250Nm³/h)单系列运行的方式，以与气化炉单系列运行XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目目前国外大型空分装置规模已达100000Nm³/h以上，国内已经投运的宝钢5#空分单机容量70000Nm³/h,杭州制氧机厂正在设计和生产50000Nm³/h的大型空分装置。因此，本项目空分装置可以从德国林德公司(Linde)、美国空气产品和化学品公司(APCI)、法国空气液化公司(AirLiquid)以及杭州制氧机厂中5.1.3变换工艺技术采用煤浆气化工艺生产的粗煤气除含C0、H₂、CO₂外，还有金属镍等对甲醇合成催化剂是毒物，必须除去。另外H₂与CO的变换煤浆气化气中CO含量为46-47%,H₂含量为34-35%,不符合甲醇合成新鲜气的要求，需将部分粗合成气进行CO变换，增加H₂含量。这部分气量约占总气量的55%左右，以调整甲醇合采用耐硫变换时，煤浆气化粗合成气经洗涤后含尘量1-2mg/m3(标),温度为220-243℃,并被水蒸汽饱和，水汽比约为XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目1.4-1.6,直接经过加热升温后即可进入变换，不需再补加蒸汽。CO变换反应会产生大量的热，反应热可用来产生蒸汽、预水/汽比高(约1.4),变换反应推动力大，催化剂用量少，其中经变换气体中的有机硫约95%以上可转化为H₂S;H₂/有机硫的转化会降低到60%左右，总的有机硫的转化与部分转化汽，将粗煤气中的水/汽比降下来，粗煤气冷凝出来的工艺冷凝换气分开，这样使得设备尺寸减小，变换炉尺寸约为φ3.6米，部分变换的催化剂装填量约为51m³,在进行变换之前水煤变换炉出来的变换气在水煤气加热器中加热到需要的入口温度245℃后，进入第一变换炉第一床层，在耐硫变换催化剂作用下进行CO变换反应。经过第一床层后，气体中通过加入中压锅炉给水及少量中压蒸汽(按水汽比控制)调整温度及水气比，然后变换气离开第一变换炉后首先进入水煤气加热器中预热第一变换炉入口水煤气，然后通过2.5Mpa废热锅炉，温度降为235℃,进入第二变换炉，第二变换炉出口温度为264℃,出第二变换炉的气体经过1#0.5Mpa废热锅炉降温至175℃后进入第一股煤气经过2#0.5Mpa废热锅炉后温度降为175℃后过锅炉给水预热器、脱盐水加热器及变换气水冷器，温度降为第一、第二水分离器分离下来的工艺冷凝液温度为175℃,换热后回到气化工段。冷凝液汽提塔放空气水冷至45℃后进入5.1.4酸性气体脱除工艺技术低温甲醇洗工艺是采用冷甲醇作为溶剂脱除酸性气体的物目前世界上大型煤气化装置产生的合成气净化采用低温甲低温甲醇洗和NHD技术比较单位低温甲醇洗蒸汽相对值11循环水相对值1冷冻量相对值1电相对值1有效气损失相对值13气提气，N₂相对值14投资相对值1大连理工大学经过近20年的研究，也开发成功了低温甲醇洗软采用林德的专利设备——高效绕管式换热器，提高换热效省；但高效绕管式换热器需要国外设计(可国内制造)。XXXX投资咨询有限责任公司46一般采用氮气气提浓缩硫化氢，二氧化碳回收率70%。可以设计和制造，投资可节省约1000万元。大连理工大学从1983年开始进行低温甲醇洗的工艺过程研究，在中石化和浙江大学的协助下1999年该研究通过了中石化的鉴定，2000年获得了中石化科技进步三等奖，并且获得了国似，据介绍冷负荷和设备投资比林德工艺低～10%。利用该项开发成果大连理工大学为国内采用低温甲醇的8目、渭河化肥厂20万吨甲醇项目、以及湘火炬甲醇项目先后采常用的有溴化锂吸收制冷技术，适用于提供5～10℃冷量；氟制冷技术，适用于提供-5～-35℃冷量；氨制冷技术，适用于提供-25～-45℃冷量；乙烯制冷技术，适用于提供-35～-55℃冷等等。低温甲醇洗技术需要-40℃冷量移出反应热，采用氨压缩氨制冷装置是以氨为制冷剂通过制冷压缩机及辅机由压缩、XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目右，部分负荷时节省轴功率约20%;其次是可以扩大稳定工作范低温甲醇洗是以低温甲醇为选择性溶剂的一种物理洗涤系压闪蒸以及低压氮气气提和热再生，最终再生出贫甲醇重复使②酸性气体主要由CO₂和H₂S组成，其中H₂S被富集到30%以塔的主洗段，进入中压闪蒸塔。脱硫气然后再进入CO₂吸收塔的在CO₂吸收塔中原料气被来自再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器量成比例。由于CO₂的吸收热，甲醇被显著加热。因此甲醇在沿收塔的冷甲醇换热冷却；塔中部甲醇在CO₂/甲醇中间冷却器中被氨冷剂冷却。CO₂吸收塔塔顶净化气经原料气末级冷却器换热后和H₂S吸收塔进料冷却器送入H₂S吸收塔的顶部，控制溶液流量来自H₂S吸收塔的富甲醇溶液送入中压闪蒸塔下塔，有效气的闪蒸气通过原料气末级冷却器加热，经闪蒸气循环压缩机压缩，接着在循环气压缩冷器中冷却，循环回到原料气中。中压闪蒸塔上塔的富CO₂甲醇经闪蒸甲醇深冷器冷却后被分段(即CO₂回收段),液释放出别一部分纯CO₂,同时作为含硫甲来自中压闪蒸塔下塔富含H₂S和CO₂的甲醇溶液进入再吸收来。硫组份在流向上段的过程中，被富含CO₂的甲醇溶液吸收。再吸收塔上塔底部的甲醇溶液流入再吸收塔下塔的主吸收中加热，一部分在克劳斯气/尾气换热器中加热。最后尾气通过再吸收塔下塔吸收段底部的甲醇溶液经再吸收塔循环泵流入再吸收塔甲醇/贫甲醇换热器。由于这股甲醇溶液在工艺过程的最低温度。富含H₂S的甲醇溶液加热后返回再吸收塔的气提段塔下塔底部，将甲醇溶液中的CO₂气提解吸出来。为使硫组份再吸收塔下塔底部的富含H₂S甲醇经热再生塔进料泵加压，体与热闪蒸冷凝器中的循环冷却水以及热闪蒸深冷器的尾气换蒸气是甲醇/水分馏塔的塔顶馏出物。热再生段顶部的含甲醇热在热再生塔中充分再生后的甲醇溶液被收集在热再生塔的的甲醇溶液被送入热再生塔水富集段。水富集段通过再沸器加甲醇/水分馏塔通过甲醇/水分馏塔再沸器加热。甲醇/水分馏塔的塔顶甲醇蒸气送入热再生塔，作为气提介质。甲醇/水分要从新鲜甲醇罐中经新鲜甲醇泵补充一小股新鲜甲醇至再生塔。5.1.5硫回收工艺技术第一类主要代表是克劳斯(Claus)法，它是目前炼厂气、林德(Linde)公司开发的Clinsulf法可以处理低H₂S含量的酸性气体，H₂S含量小于15%,最低可达3～7%(V01%),此工鲁奇(Lurgi)的Sulfree工艺在世界范围内已有多套工业对原料气中H₂S浓度有要求(>25%)如果原料气硫含量偏低，整个装置出现低负荷运转，当低负荷于25%时，Sulfree装置便加拿大Delta公司的MCRC硫回收工艺是一种亚露点Claus转化，即改变了常规Claus反应的平衡条件，在低于硫的露点下操作，三级MCRC转化，硫回收率可达99%,它不仅是一种硫回增加转化级数来提高H₂S的方法，在两级普通克劳斯转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将H₂S直接氧化成元收率达99%以上，在国内外已有多套工业装置。第二类主要有国内的栲胶法，还有国外的L0-CAT工艺(络合铁法)等。数量多、投资大，且尚无用于高CO₂含量酸气先例。本项目酸气L0-CAT法工业化于1976年，该法流程简单。硫回收率高达99.99%,但容易起泡，引起堵塔等一系列操作问题，影响推广应为吸收剂，以磺基水扬酸为配体的FD法；以1-羟基乙川二膦酸(HEDP)和氨三乙酸(NTA)为配体的HEDP-NTA络合铁法研究了以三乙醇胺(TEA)作为Fe³+的络合剂和吸收剂，以柠檬酸作为脱氰技术，再生过程中Fe²⁴在酚类物质作用下容易被氧化成Fe³+再生彻底，克服了其他方法Fe²转变成Fe³难度大的缺点，脱硫来自低温甲醇洗工段的酸性气至进气分离罐分离出夹带的液体后，气体经控制阀调节分别进入H₂S锅炉和克劳斯反应器一性的H₂S成分分析和最终冷凝器出口尾气中的H₂S成分分析来实磺，一段反应后的酸性气通过H₂S锅炉内的换热器冷却，冷却产化反应生成相硫磺，气体再经过H₂S锅炉内的换热器冷却，冷却5.1.6冷冻工艺技术来自酸性气体脱除工段的-40℃氨气体，压力约为0.07Mpa,一段进口，经2级压缩后，出压缩机气体压力为1.7Mpa,温度约为130℃,进入氨冷凝器。氨蒸汽通过冷却水冷凝成液体后，靠策略排入氨储槽。由储槽出来的温度为40℃氨液体节流到0.5Mpa进入氨闪蒸槽，氨液体降温至约4℃,氨闪蒸汽进入压缩机体脱除各深冷器蒸发气化至-40℃,蒸发后的气体返回到本系统5.1.7氢气回收工艺技术来自甲醇合成单元的高压驰放气首先进入膜分离装置的水一进料加热器，通过来自管网的低压蒸汽将原料加热至50℃;过中空的纤维膜管壁从靠近膜分离器原料入口的渗透气管口离5.1.8甲醇压缩合成工艺技术(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产成本不断下降，生产规模日益增大。1966年，英国ICI公司时更为经济的中压法合成甲醇工艺。与此同时德国Lurgi公司也虽然由CO加H₂合成甲醇的工艺至今已有80年历史，尽管催XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目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基本决定了甲醇合成工艺的系统设置，在选择催化剂的生产强度、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国外的合成甲醇反应器主要有以下几种形式：★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，因此得到普遍使其主要缺点是：反应器因有部分气体与未反应气体的返混，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伦厂。★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，Cu0/Zn0基催节，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利用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Lurgi低压合成甲醇反应器的优点主要度在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，催该工艺及反应器由日本TEC(东洋工程公司)开发成功，由温度分布均匀，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。★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，该基本上在等温下操作，可防止催化剂过热；控制蒸汽压力调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。★液相法甲醇合成反应器技术1985年，AirProductChemical公司开发了以液相热载体控制。现已在美国田纳西洲已建成7.2万t/a工业实验装置。★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、DPT反应器等);以较高位能回收反应热，副产蒸汽(如Lurgi、MHI/MGC、Linde反应器);催化剂床层温度尽可能均温，以延长催化剂寿命(如压降低(如TOPSE、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)。(2)国内工艺技术概况是九十年代以后，有最大规模达到5～8万吨/年的国内自主开发XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目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作出了较大贡献，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，15～20万吨/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了专利的低压甲醇反应器即“绝热——管壳外冷复合型”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缺点，节省了投资，可节约大量的外汇投资，但国内目前运行的最大装置为允10万吨/年。采用“绝热——管壳外冷复合型”气固相催化反应器的20万吨/年装置正在设计安装阶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，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8万吨/年甲醇装置中，效果良好。目前采用该反应器的最大装置20万吨/年的渭河化肥厂甲醇装置处于设计阶段。(3)甲醇合成工艺的比较与选择本项目60万吨/年甲醇装置是国内较大的甲醇生产装置，虽然有20万吨/年的煤制甲醇装置在运行，但解决60万吨/年甲醇合成塔的放大问题目前经验还少。目前国外的甲醇装置(单系列)生产能力一般在40～150万吨/年，整体效益明显。另一方面，采用国外甲醇合成技术投资较大，设备制造周期长。同时考虑大件设备运输问题，反应器采用国内技术有很大的优势。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，具有水泵定额低，能耗低，成本低，产品器，托普索三个并联激冷绝热径向流合成塔，三菱重工的管壳-次序管复合反应器等，这些反应器比传统的低压法反应器具有转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。ICI工艺的能量回收系统最近也作了一系列改进，如利用低位能反应热预热锅炉给水，采用冷凝式蒸汽透平代替背压式透平机等。Lurgi合成反应器，反应气转化率高，副反应少，系统对于5000吨/天。甲醇生产方法比较表Lurgi法ICI法合成压力bar合成温度℃催化剂组成时空收率t/m³.h~12~9出塔气CH₃OH含量%循环气/合成气合成塔形式管束式激冷式设备尺寸设备紧凑设备较大合成开工设备不设开工加热炉要设开工加热炉甲醇精制三塔流程两塔、三塔和四塔流程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，工国内林达管内水冷副产蒸汽的低压甲醇塔在低压合成领域XXXX投资咨询有限责任公司64(1)技术来源：林达专利——内部换热催化反应器(专利(2)技术特点：锅炉水由合成塔底进入，经进水总管分流，(3)技术优点：(4)可靠性基础：①本技术中一个技术着急问题是解决换根据以上分析，本项目暂按林达合成塔技术生产60万吨/即使在较高的温度和压力的条件下，反应仍极慢地进行。从酸性气体脱除单元来的～30℃,～3.2Mpa(A)新鲜合成经过压缩后，气体被输送到气/气换热器。在这个换热器里到甲醇合成器入口的温度220℃。合成气离开换热器后进入甲醇的反应是在压力为7.5Mpa,反应温度为235℃,合成反应放出的热量必须被迅速的移走以保反应后的混合物离开甲醇合成器的温度约为235℃。反应器缩产物及最终合成塔的出口气体在空冷器和最终水冷却器中完送入氢回收装置，回收的富氢气被再循环送至合成气压缩机入口。其余可燃气体送至锅炉。从甲醇分离器底部排出的粗甲醇，送入甲醇中间罐区或直接送入甲醇精馏。在正常操作下，甲醇合成塔操作起来就象一个不燃烧的锅炉，系统利用蒸汽自然循环。合成塔通过上升管和下降管与汽包相连。沸腾的水和蒸汽的流动靠这个系统中自然形成的循环。汽锅水通过下降管进入下部环形部管并被分成几股进入位于合成器低管板上部的进管口。随后汽/水混合物离开合成塔，在两个上部的环型总管汇集，通过上升管输送到汽包，在那里水与蒸汽被分离.甲醇合成反应器副产的2.5MPA蒸汽输送全厂蒸汽管网.反应器系统开车时，反应器管内催化剂处于冷状态，为了预热催化剂和进行升温还原，甲醇反应器装有一个开车用蒸汽加热系统，由一个开车喷射器及循环水管线组成.打开开车喷射器的阀门.利用开车蒸汽产生喷射动力使反应器管间的锅炉水不断地循环，并不断加热管内触煤层以达到反应活性温度.5.1.9甲醇精馏工艺技术本项目拟将甲醇全部用于二甲醚生产，但介于二甲醚的市场正在开发过程中，还需将甲醇进行精馏可作为产品出售.甲醇的精馏工艺有两塔和三塔流程两种.ICI多段冷激式甲醇合成塔多和两塔流程相匹配，而LURGI管束式甲醇合成塔多和三塔流程相匹配，两种流程都能满足甲醇产品质量的要求.这两三塔流程由于采用双效精馏，因而降低了冷却水和热能的消耗，但设备投资稍高且操作稍复杂.两塔流程采用单效流程，冷却水有优缺点.三塔流程能耗只是两塔流程的60%---70%,而投资只比其高15%左右，但所高出的投资在短时间内即可回收.本工程为告推荐三塔流程.从甲醇合成工段来的粗甲醇加入少量碱以中和其中的有机塔.塔顶气相为甲醇蒸汽，与常压塔塔釜液换热后返回加压塔打塔釜出料液与进料换热后作为常压塔的进料.间罐区产品罐，塔下部侧线采出杂醇油送至甲醇回收塔，甲醇回收塔塔顶产品为99%的甲醇送至粗甲醇罐，塔中部的异丁基油经过冷却后送中间罐区副产品罐，底部的少量废水送污水和常压塔底部塔釜出料液含量甲醇的水一起送污水处理厂处理。5.1.10二甲醚合成工艺技术目前，二甲醚的生产工艺有两大类.一类是采用合成气生产二甲醚可由甲醇在催化剂存在的条件脱水制得，也可由一氧化碳和氢(合成气)在催化剂存在的条件下反应制得。以甲醇为原料生产二甲醚工艺流程简单、设备少、占地面积也小，投资一般是合成气等为原料10%左右.根据项目建设特点，为合理利用现有二甲醚的生产方法最早由高压甲醇生产中的副产品精馏后甲醚的工业生产技术很快发展到甲醇脱水或合成气直接合成工操作条件好、无污染的新工艺.这主要包括二步法和一步法.此外，CO₂加氢直接合成二甲醚法已在开发研究之中.该法作为合成二甲醚的一种新路径正处于探索阶段.CO₂是地球上最丰富的碳资源，由它引起的温室效应已给人类生态平衡带来了巨大的损失.使人们开始关注CO₂加氢直接制二甲醚.这样就可打破CO₂加氢制目前采用一步法工艺的国家主要有天然气为原料的合成一工研究院、兰化研究院等单位均致力于该工艺的研究.由兰化研究院、兰化化肥厂与兰州化物所共同开发的一步法制二甲醚小作.据报道西南化工研究院也开发成功该技术并建设了多套工业装置，规模已达到万吨级.由浙江大学开发的合成气一步法生产二甲醚技术已在湖北田力公司建成1500吨/年的工业化装置。虽二甲醚作为替代能源渐显优势，得到了世界各国的广泛重视。目前研究的热点主要是为甲醇气脱水制二步法工艺和合成气二步法工艺甲醇脱水工艺在20世纪80年代实现工业化。该法是分两步进行的，即先由合成气合成甲醇，甲醇在固体催化剂下脱水制二在该反应中，其工艺条件对甲醇转化率及二甲醚选择性都有十分重要的意义。以ZSM-5分子筛为催化剂，反应温度控制在150—270℃,空速控制在1.0—1.5h-1才能取得较好的结果。二步法因对其比较透彻，工艺成熟简单，而且ZSM和ESSO公司分别研究开发了利用结晶硅酸铝作催化剂的甲醇气相法脱水制二甲醚。八十年代初MOBIL公司和ESS0公司又都对催化剂进行了改进，二甲醚选择性和甲醇转化率都有较大提高.1991年日本三井东京化学公司也开发了新型催化剂。按反应相的不同二步法又可分为液相甲醇法和气相甲醇法。(1)液相甲醇法最初采用硫酸作催化剂，两分子的甲醇在浓硫酸的作用下脱去一分子的水生成一分子的二甲醚。该工艺具有反应温度低(小于100℃)、转化率高(90%)、选择性好的优点，但同时具有设备腐蚀严重、污水污染大、操作条件恶劣等缺点。目前国外已废除逐渐被甲醇气相催化脱水和合成气直接合成法所取代。(2)气相法的基本原理是将甲醇蒸汽通过固体催化剂，发生甲醚。是一种操作简便、可连续生产的工艺方法。化铝、二氧化硅/氧化铝、阳离子交换树脂等。催化剂的基本特该法反应温度要比液相法高(在200℃以上),甲醇单程转化率(约80%左右)也低于液相法，但生产成本相当。目前世界合成气直接合成二甲醚工艺就是将合成甲醇和甲醇脱水两然气经自热转化生成合成气，然后合成气进入合成反应器内，在反应器内同时完成甲醇合成与甲醇脱水两个反应过程和变化剂，该催化剂一般由2类催化剂物理混合而成，其中一类为合相法)和三相床法。(2)三相法即液相法，是将双功能催化剂悬浮于惰性液体介质成气生成的甲醇很快脱水生成二甲醚，抑制了甲醇逆反应的发生，生成的水又进一步被CO所消耗，可推动平衡不断向甲醇和二甲醚方向迁移。因此一步法中的CO的转化率远高于二步法CO甲醚工艺，二甲醚的成本比甲醇脱水法低25%左右。但在一步法XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目5.2工艺技术的确定(1)空分空分装置采用两套制氧能力为30000Nm³/h的空分设备(实际耗氧量56250Nm³/h)单系列运行的方式，推荐液氧泵内压缩流(2)煤气化壳牌煤气化工艺和GSP气化工艺均可以作为本项目的备选气化工艺，在现阶段本项目暂按GSP千煤粉气化工艺用的GSP干煤粉气化工艺，气化压力为4.0Mpa,单台气化炉能力为2000吨/天即可满足本项目的要求。(3)变换(4)酸性气体脱除和冷冻(5)硫回收(6)甲醇合成和压缩甲醇合成压力为8.0Mpa,甲醇合成暂按列管式甲醇反应器(7)甲醇精馏(8)二甲醚合成5.3引进技术范围(1)煤气化煤气化技术拟引进德国西门子公司GSP粉煤气化工艺，引进范围包括专利使用许可、基础工程设计以及气化关键设备内件(2)酸性气体脱除酸性气体脱除技术拟引进德国林德(Linde)公司或鲁奇 (Lurgi)公司低温甲醇洗工艺，引进范围包括专利许可、基础(3)甲醇合成甲醇合成技术拟从德国Lurgi公司、丹麦Topsoe公司、日本TEC公司和瑞士Casale公司工艺技术中选择，引进范围包括专利使用许可、基础工程设计以及合成塔等关键设备。5.4工艺流程及消耗定额5.4.1工艺流程简述(1)备煤原料煤由原料贮运系统通过胶带输送机分别送入磨煤前碎重复上述流程。煤粉给料仓中的煤粉由高压CO₂经管道送往气化(2)煤气化由备煤装置高压CO₂气将粉煤送到气化炉烧嘴。来自空分装煤、氧气及蒸汽发生部分氧化反应，出气化炉顶部约1500℃的高温煤气由除尘冷却后的冷煤气激冷至900℃左右，进入合成气冷却器。经回收热量后的煤气进入干法除尘(高压高温飞灰过滤器)、湿法洗涤系统(文丘里和洗涤塔),洗涤后温度约160℃、尘含量小于1mg/Nm³的煤气送到下游的变换工序。合成气冷却器部分黑水经闪蒸、沉降及汽提处理后送污水处理系统进一步处理。闪蒸气及汽提气送火炬燃烧后排放。后运渣皮带机送至XX时渣场储渣斗储存。气化炉渣作为建筑材(3)变换来自煤气洗涤塔的煤气(3.8Mpa～160℃),经煤气分离器分离后约50%的煤气预热后进入蒸汽混合器，在蒸汽混合器中与蒸汽混合后进一段变换炉，在耐硫变换催化剂作用下进行CO变换(4)酸性气体脱除从变换装置来的40℃,3.4Mpa变换气在变换气水洗塔中用经冷却的锅炉给水洗涤，除去变换气中的微量NH₃、HCN等。出XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目用N₂从塔顶气提出CO₂,气提出的CO₂气经换热后去尾气水洗塔H₂S浓缩塔塔底物流进入再生塔，塔顶脱出的酸性气体经分(5)甲醇合成和精馏酸性气体脱除工序来的精制合成气增压后与循环气压缩机出口气体混合，然后预热到220℃,从甲醇合成塔上部进入塔气换热后，经水冷器进一步冷却到40℃,进入甲醇分离器分离出甲醇分离器分离出粗甲醇首先进入预精馏塔分离出不凝气底馏出液进入常压精馏塔，塔顶馏出液冷凝后作为产品送到罐来自酸性气体脱除工序的酸性气体，采用克劳斯分流法工艺，使1/3的酸性气体在燃烧中与全量的空气燃烧，剩余2/3的(7)二甲醚合成流量调节泵加压至1.5Mpa并经二甲醚反应器出口气体预热至140℃后进入甲醇闪蒸槽。该槽内液体甲醇在中压蒸汽的加热下不断气化，气化压力1.2Mpa,温度142℃。气化后的甲醇与DME反应器出口气换热至200℃进入DME反应器。由于甲醇脱水反应器内转化率为70%～85%,二甲醚的选择性大于99%,反应器操作压力为1.2Mpa,出口气体温度300℃。反应器出口气体经两次换热后冷却至137℃,再经循环水冷却后进DME精馏塔。DME精馏塔的操作压力为1.0Mpa,塔顶温度38℃,塔底温度152℃。塔离塔。甲醇/水分离塔的操作压力为常压，塔顶温度71℃,塔底计量后作为塔顶回流，其余泵送至甲醇缓冲槽循环利用。甲醇/XXXX煤矿有限公司年产80万吨二甲醚及120万吨甲醇项目5.4.2消耗定额二甲醚消耗定额(每吨产品计)序号单位单耗小时耗量原材料、辅助材料1煤(19.51MJ/kg)t二公用工程1电6KV/380V2新鲜水t3回收凝液t4蒸汽(4.0MPa,450℃)t5.5主要设