600kta煤制乙二醇工程可行性研究报告

内蒙古康乃尔化学工业有限公司600kt/a煤制乙二醇工程可行性研究报告赛鼎工程有限公司（原化学工业第二设计院）2013年4月内蒙古康乃尔化学工业有限公司600kt/a煤制乙二醇工程可行性研究报告编号：N.4.300项目经理：审定：批准：赛鼎工程有限公司（原化学工业第二设计院）2013年4月项目名称：内蒙古康乃尔化学工业有限公司600kt/a煤制乙二醇工程建设单位：内蒙古康乃尔化学工业有限公司建设单位总经理：宋治平编制单位总经理：孟启贵编制：隋保友林腾飞龚超袁小建刘轶冬于滨陈俊朱涛王彪黄艺珠校核：张宇红徐斌胡丽娟王爱兵张国富周剑李巧香李志刘颖岳金明审核：隋保友洛勇马文华孟启贵刘新安审定：梁正

目录TOC\o"1-2"\h\z\u1 总论 11.1 概述 11.2 设计依据和原则 11.3 项目提出的背景、投资的必要性和意义 11.4 研究范围 51.5 研究结论 112 市场分析及价格预测 112.1 乙二醇用途 112.2 国外生产能力与产量 112.3 国外市场需求及预测 122.4 国内生产能力与产量 132.5 国内市场需求及预测 142.6 乙二醇价格预测 163 生产规模、原料规格及产品方案 193.1 生产规模 193.2 原料规格 193.3 产品方案及产品规格 214 工艺技术方案 234.1 工艺技术方案的选择 234.2 工艺流程说明 244.3 自控水平 364.4 设备概况 384.5 非标设备材料选用原则 414.6 非标设备设计工程规定 434.7 机泵 464.8 机械 464.9 原材料、辅助材料及公用工程消耗指标 464.10 “三废”排放情况 484.11 全厂总物料平衡 535 建厂条件 545.1 装置区域位置 545.2 厂址自然地理概况 545.3 气象条件 545.4 当地交通运输现状及规划 555.5 厂区总用地面积 556 总图运输、储运、土建、内外管网 566.1 总图运输 566.2 储运 596.3 土建 676.4 厂区外管 737 公用工程设施 757.1 给水排水 757.2 供电、电信 837.3 采暖通风及空气调节 897.4 维修设施及仓库 907.5 仓库 907.6 化验分析 907.7 热电站 958 资源综合利用及节能减排措施 1018.1 节能减排概述 1018.2 能耗现状 1018.3 项目节能原则 1018.4 装置节能措施 1018.5 节水措施 1028.6 供电节能措施 1028.7 其它节能措施 1029 环境保护 1039.1 建设项目地区环境的质量现状与分析 1039.2 地表水环境质量现状与分析 1069.3 声环境质量现状与分析 1069.4 执行的环境质量标准 1069.5 污染物排放标准 1069.6 建设项目污染物排放及治理 1079.7 环保措施及效果 1129.8 绿化 1139.9 环境管理及监测 1139.10 环境保护投资估算 1139.11 设计采用的法规和标准 11410 劳动安全卫生 11610.1 编制依据 11610.2 编制原则 11710.3 生产过程中职业危险、危害因素分析 11710.4 设计中采用的劳动安全防范措施 12610.5 其他安全措施 12810.6 劳动安全机构设置 12810.7 应急救援装备 12810.8 安全卫生专项投资估算 12811 消防 12911.1 编制依据 12911.2 生产中火灾爆炸危险介质 12911.3 单项工程火灾危险类别 12911.4 消防依托 13011.5 消防设计 13011.6 设计中采取的防火措施 13011.7 消防设施专项投资概算 13112 企业组织和定员 13312.1 工厂组织 13312.2 劳动定员 13312.3 人员来源和培训 13413 项目实施规划 13613.1 项目实施规划内容 13613.2 实施进度计划 13614 一期投资估算及资金筹措 13814.1 投资估算 13814.2 资金筹措 13914.3 生产成本费用估算 14315 一期财务评价 14715.1 财务评价的依据及主要数据、参数 14715.2 效益及财务评价指标计算 14815.3 评价小结 14916 一期不确定性分析 15716.1 盈亏平衡分析 15716.2 敏感性分析 15717 总投资估算及资金筹措 15917.1 投资估算 15917.2 资金筹措 16017.3 生产成本费用估算 16618 总财务评价 17018.1 财务评价的依据及主要数据、参数 17018.2 效益及财务评价指标计算 17018.3 评价小结 17219 总不确定性分析 18119.1. 盈亏平衡分析 18119.2. 敏感性分析 18120 综合评价 18320.1 工程技术、财务及国民经济综合评价 18320.2 结论 183总论概述项目名称：内蒙古康乃尔化学工业有限公司600kt/a煤制乙二醇工程建设单位：内蒙古康乃尔化学工业有限公司建设地点：内蒙古通辽市扎鲁特旗鲁北镇法人代表：宋治平项目性质：新建设计依据和原则编制依据内蒙古康乃尔化学工业有限公司600kt/a煤制乙二醇工程可研报告编制委托书。《产业结构调整指导目录（2011年本）》。内蒙古康乃尔化学工业有限公司提供的建厂地区气象、水文、地质资料。内蒙古康乃尔化学工业有限公司提供的内蒙古通辽市扎鲁特旗鲁北镇发展规划资料。内蒙古康乃尔化学工业有限公司提供的其他基础资料。编制原则贯彻执行国家基本建设的方针政策，吸收国内外先进经验，提高乙二醇产品品质，保证装置长周期安全稳定运行。工厂总平面布置充分考虑内蒙古通辽市扎鲁特旗鲁北镇现有用地的总体布局和已建装置情况，结合新建装置用地需求，因地制宜，合理布置，留有发展余地。在满足生产安全的前提下，采用经济、合理的设计方案，节约工程投资，节省占地。装置采用露天和半露天布置，充分体现“五化”（一体化、露天化、轻型化、社会化、国产化）的要求。充分依托内蒙古通辽市扎鲁特旗鲁北镇已有的条件，优化设计方案，节省工程投资。严格执行国家和地方消防、环境保护、劳动安全卫生法律和法规，建设既符合消防安全要求又清洁环保的现代化工厂。项目提出的背景、投资的必要性和意义企业概况本项目由内蒙古康乃尔化学工业有限公司兴建，内蒙古康乃尔化学工业有限公司由吉林康乃尔化学工业有限公司及吉林省煤业集团有限公司共同出资成立。吉林康乃尔化学工业有限公司2006年8月11日经吉林省人民政府批准设立，属于外商投资企业，注册资本为50,046.2448万人民币。公司作为国内规模最大的苯胺生产企业，专业从事苯胺及配套化工原材料产品的生产、销售，致力于为下游客户提供性能优质、稳定的苯胺产品。公司已在品牌、技术、质量、客户服务方面具有比较优势，是烟台万华、上海拜耳、上海联恒等国内MDI(二苯基甲烷二异氰酸酯)主要生产厂家的重要苯胺供应商，也是部分大型橡胶助剂企业的战略供应商。康乃尔化工苯胺装置采用当前国际领先的“绝热硝化+液相加氢”技术，产品标准达到MDI级苯胺，生产工艺流程先进，安全性、稳定性、环保性指标良好。吉林省煤业集团有限公司是2009年1月经吉林省人民政府批准并出资组建的国有综合性大型煤炭产业集团。集团是以资产为纽带，以母子公司模式，整合辽源、通化、珲春、舒兰、杉松岗五个矿业集团有限责任公司，蛟河煤机制造有限责任公司，吉林东北煤炭工业环保研究有限公司等国有煤炭企业而组建的，是吉林省国有资产监督管理委员会管理的省级国有大型重点企业集团。集团现有省内外煤炭工业储量21亿吨。域外煤田开发分布在内蒙古、云南、贵州等省区。现有职工5万人。资产总额109亿元，净资产39亿元。2008年生产原煤2056万吨，实现销售收入86亿元。其中，煤炭产品销售收入63亿元；非煤产品收入23亿元；实现利润2亿元。非煤独立核算单位90户，经营机械制造、建材、瓦斯发电、煤化油、油母页岩、建筑施工、火工产品、禽产品养殖加工等多个产业门类。项目提出的背景上世纪七十年代石油危机以来，人们清醒的认识到能源和有机合成工业不能过多地以供应不稳定且资源终归有限的石油为基础，而应该调整原料路线和产品结构，向原料和产品多元化的方向发展。油、煤、气并举，优化利用这三种可燃性矿物资源，既生产液体、气体燃料和大吨位的化工产品，同时也注意发展中小吨位、高附加值的专用及精细有机合成产品，以提高经济效益。由此，以煤炭和天然气转化利用为主的C1化工的开发利用被提到一个新的高度。煤气化制合成气作为进一步合成燃料油和石化产品原料，常称为C1化学技术，该方向最为活跃，其中最有成就的为甲醇羰基化合成醋酸已全面取代了乙烯法醋酸路线，其次就是神华煤制油项目的成功投产，再次为神华包头60万吨/年煤制烯烃的成功示范。近一、二十年来，由于石油进口快速增加，碳一化学在我国发展很快，尤其在以下领域较为突出：（1）合成气直接合成汽、柴油-即费托（Fischer-Tropschsynthesis）合成技术；（2）合成气经甲醇合成烯烃-MTO、MTP；（3）合成气直接合成二甲醚(替代柴油和石油液化气)；（4）合成气制天然气；（5）合成气经甲醇合成汽、柴油-MTG；（6）合成气经甲醇合成芳烃-MTA。C1化学的另外一个课题即合成气制乙二醇（EG，EthyleneGlycol），在上世纪八、九十年代在我国得到了广泛的重视，国家科技部和化工部曾列有“八五”重点攻关项目，由国内几家著名研究单位开展了合成气经草酸二甲酯合成乙二醇的研究，初步显示了良好的应用前景。乙二醇是一种重要的有机化工原料，主要用来生产聚酯纤维（PET）、塑料、橡胶、聚酯漆、胶粘剂、非离子表面活性剂、乙醇胺以及炸药等。传统的乙二醇生产方法是石油化工路线，即由石油经加工得到乙烯，乙烯氧化生成环氧乙烷，环氧乙烷进一步水合生产乙二醇。随着世界石油资源的日渐短缺，国际原油价格居高不下，石油法生产乙二醇的成本加剧，为此开辟新的工艺路线已成为当务之急。结合我国的能源结构“煤多油少”的特点，发展以煤（或合成气）为原料制取乙二醇的路线，对于我国能源的合理利用、减少对石油的依赖、缓解乙烯供应量的不足都具有极其深远的意义。投资的必要性煤制乙二醇可替代石油法制乙二醇，具有良好的市场前景对于乙二醇的合成技术，目前主要是先经石油路线合成乙烯，乙烯氧化生产环氧乙烷，最后由环氧乙烷水合得到乙二醇的生产工艺，此生产工艺的经济效益受国际石油价格的制约，波动较大。特别是在当前石油价格高的形势下，采用石油法生产乙二醇的利润空间越发变得狭窄，为此寻求更为经济的乙二醇合成路线成为当务之急。随着我国碳一化学的快速发展，煤基乙二醇工艺技术的成功开发，并且在世界范围内首先实现了工业化，为煤制乙二醇替代石油制取乙二醇工艺提供了有力的技术保障，同时基于煤制乙二醇合成工艺，以其原料来源广泛和低廉、技术经济性好等多项优点，提升了煤制乙二醇的经济空间，所以煤制乙二醇不仅可替代石油制乙二醇，而且比石油路线生产乙二醇更具有发展前景，已经成为研究和开发热点。建设大型乙二醇装置，既可满足市场要求，也可改善我国乙二醇供销格局，减少乙二醇依赖进口的程度根据相关数据统计，可以清楚的看到，我国用于聚酯消费的乙二醇的量约占乙二醇总消费量的94.5%，剩余约6.0%的乙二醇消费用于防冻剂、粘合剂、油漆溶剂、耐寒润滑油、表面活性剂以及聚酯多元醇等。随着聚酯行业的快速发展，我国对于乙二醇的需求量在逐年增长，且表现出很强的成长趋势，需求成长速度为23%，远远高于我国乙二醇产量成长速度，很大程度上是依靠进口来满足需求，自2002年开始乙二醇进口依存度超过70%。因此建设大型乙二醇装置就显得格外重要，既可以满足国内乙二醇的市场需求，也可大大改善我国乙二醇供销格局，减少乙二醇依赖进口的程度。建设大型乙二醇装置，为缓解我国石油的供求矛盾发挥重要作用能源问题已经受到世界各国的普遍关注，而我国“煤多油少”的能源结构，一直以来是制约我国经济发展的一个老大难问题，目前石油对外依存度高达50%，不但增加了我国的外汇输出，而且在国际原油价格持续走高的形势下，石化产品的生存空间越发变得狭小，随着国民经济的不断发展，原油依赖进口的这一状况仍将加剧。寻求新的可以替代石油或者减少石油在工业生产的依赖，是缓解我国石油的供需平衡的重要手段。鉴于我国具有丰富的煤炭资源，所以以煤炭为基础的煤基新能源开发和利用具有十分广阔的前景。煤制乙二醇项目的建设，对发挥丰富的煤炭资源优势，补充国内油、气资源不足和满足对化工产品的需求，保障能源安全，促进经济的可持续发展，具有现实和长远的意义。对于缓解我国石油供求矛盾，促进钢铁、化工、轻工和农业的发展，将会发挥重要作用。煤制乙二醇与石油法生产乙二醇相比，具有较强的成本优势根据国内已开车的煤制乙二醇装置运行情况，以煤价750元/吨计，只要石油价格不低于67美元/桶，煤制乙二醇将具有成本优势。根据以前的原油价格，以煤为原料制乙二醇代石油法制乙二醇项目占有绝对优势。并且随着煤代油的大规模产业化和工艺技术进一步成熟，用煤代油生产化工产品的成本将进一步下降，就乙二醇项目而言利润空间加大，成本优势得到进一步的体现。项目建设的有利条件（1）目前国内的乙二醇市场需求量很大，2011年进口量达727万吨，同比增长约9.42%，乙二醇是国内少有的产能不过剩的化工产品之一；（2）我国在煤制乙二醇技术上实现了重大突破，是第一个在世界上实现煤制乙二醇工业化生产的国家，技术上有保证；（3）紧靠乙二醇原料产地、公用设施完善,提高了盈利能力本项目主要原料为煤、液氨、甲醇和氧气。项目位于内蒙古通辽市扎鲁特旗鲁北镇。距霍林河矿区较近，霍林河矿区煤炭资源丰富，查明资源量为1150052Mt；矿区内可采煤层25层，煤层赋存较稳定；本区煤属中灰煤，中等发热量，属于特低硫、低磷煤；水文地质条件中等；煤层顶底板岩石强度一般为中硬～较软；煤层瓦斯含量低；无热害，开采技术条件较好。霍林河矿区自1979年开始建设至今，已拥有国有大型露天煤矿3个，地方小型露天煤矿12个，矿井3个。煤作为生产乙二醇最主要的的原料之一，项目紧靠原料产地，降低了成本，提高了项目经济效益。通辽市地处中国东北和环渤海经济区之间，是东北地区的交通要塞，交通便利；通辽站是全国38个铁路重点枢纽和14个编组大站之一，其铁路线呈“米”字型，京通、集通、通让、大郑、平齐、通霍6条铁路线纵贯全境；境内有四条国道，其中国道Ⅲ线、304线、省道302线从开发穿过；开通了通辽市至大连国际集装箱专列，与营口、锦州、大连等港口形成良好合作；与沈阳、长春、锦州、北京等中心城市和天津、大连、营口、秦皇岛等出口海岸形成纵横交错的网络。良好的交通环境，为运输提供了便利条件，降低了运输成本。综上所述，乙二醇工程的建设符合国家产业政策。本工程采用先进、成熟、安全、环保的工艺技术，对提高企业综合竞争能力，增强企业可持续发展具有重要作用。因此，本项目的建设是十分必要的。（4）公司人才储备完善，能够满足项目实施的需求吉林康乃尔化工有限公司现有员工980人，其中研究生学历12人，大学本科学历180人，大中专学历526人，高级工程师17人，工程师58人，项目实施人员均具有多年行业经验，满足项目实施的需求。公司核心管理团队年轻且稳定，包括总经理、副总经理、财务总监、董事会秘书在内的所有高级管理人员平均年龄较为年轻，且大部分为公司创业团队成员。公司经营团队在化工行业积累了丰富的市场、生产、管理、技术经验，对行业发展认识深刻，能够基于公司业务模式的实际情况，结合行业发展趋势和市场需求，制定符合公司实际的发展战略。同时，公司中高层管理人员和技术骨干多为创业团队成员，彼此之间沟通顺畅、配合默契，对公司未来发展及行业前景有着共同理念，经营管理内损率低，形成了团结、高效、务实的经营管理理念。研究范围600kt/a煤制乙二醇工程分两期建设，一、二期规模各为300kt/a，由四部分组成：生产单元、储运工程、公用工程、辅助生产单元及全厂性工程，详见表1-1。本可行性研究报告对乙二醇的工艺技术方案、公用工程和辅助设施、项目经济效益和产品市场情况等方面进行研究，提出先进合理的工艺技术方案，作出投资估算，对企业的经济效益作出财务评价。一期工厂主项表序号主项名称主项专业规模占地（m×m）备注一生产单元1100#A5.2万Nm3/h空分装置工艺2200#A13.5万Nm3/h煤造气装置(1)210#A煤制气单元工艺(2)220#A渣及灰水处理工艺(3)230#A备煤单元工艺（4）240#A煤干燥单元工艺（5）250#ACO2压缩单元工艺(6)260#A变换单元工艺(7)270#A煤气低温甲醇洗工艺(8)280#A硫回收单元工艺(9)281#A解吸气气柜单元工艺(10)382#ACO、H2分离装置工艺(11)283#A煤造气变电所工艺(12)284#A煤造气综合楼工艺3300#A300kt/a乙二醇主装置工艺(1)320#A乙二醇装置工艺(2)330#A压缩机厂房工艺4400#A催化剂制备装置工艺二储运工程1510#A液氨罐区储运2个400m3球罐（Φ2520#A甲醇及副产品罐区储运甲醇储罐1500m3一台、粗甲醇储罐1500m3一台、DMO储罐1500m3一台、粗DMO储罐1500m3一台、粗乙二醇储罐1500m3一台、DMC储罐1500m3一台、混合醇酯混合物储罐1500m3一台、EG重组分储罐1500m3一台、轻质二元醇3530#A乙二醇罐区储运乙二醇储罐20000m3二台(Φ42000×170004540#A汽车装卸车栈台储运液氨卸车鹤管1台、甲醇卸车鹤管1台、DMC装车鹤管1台、混合醇酯混合物装车鹤管1台、EG重组分装车鹤管1台、轻质二元醇装车鹤管1台，乙二醇装车鹤管6台5550#A化学品仓库储运三公用工程11000#A循环水站给排水21100#A公用工程变电所电气31200#A热电站热工41300#A脱盐水站热工41400#应急事故池给排水51500#A污水处理站给排水61600#消防水站给排水71700#泡沫站给排水81800#A雨水泵站给排水91900#A总降电气102000#A给水处理站给排水112100#A采暖换热站暖通四辅助生产单元及全厂性工程13000#焚烧炉储运23100#高架火炬储运33200#厂部办公楼建筑43300#机电仪维修中心设备53400#地中衡1总图63500#地中衡2总图73600#大车库总图83700#食堂、浴室建筑93800#中央控制室建筑103900#中央分析化验室建筑114000#大门及门卫1建筑124100#大门及门卫2建筑13厂区供电A电气14厂区电信A电信15厂区给排水A给排水16厂区外管A储运17总图运输A总图年操作时间：8000h。二期工厂主项表序号主项名称主项专业规模占地（m×m）备注一生产单元1100#B5.2万Nm3/h空分装置工艺2200#B13.5万Nm3/h煤造气装置(1)210#B煤制气单元工艺(2)220#B渣及灰水处理工艺(3)230#B备煤单元工艺（4）240#B煤干燥单元工艺（5）250#BCO2压缩单元工艺(6)260#B变换单元工艺(7)270#B煤气低温甲醇洗工艺(8)280#B硫回收单元工艺(9)281#B解吸气气柜单元工艺(10)382#BCO、H2分离装置工艺(11)283#B煤造气变电所工艺(12)284#B煤造气综合楼工艺3300#B300kt/a乙二醇主装置工艺(1)320#B乙二醇装置工艺(2)330#B压缩机厂房工艺4400#B催化剂制备装置工艺二储运工程1510#B液氨罐区储运2个400m3球罐（Φ2520#B甲醇及副产品罐区储运甲醇储罐1500m3一台、粗甲醇储罐1500m3一台、DMO储罐1500m3一台、粗DMO储罐1500m3一台、粗乙二醇储罐1500m3一台、DMC储罐1500m3一台、混合醇酯混合物储罐1500m3一台、EG重组分储罐1500m3一台、轻质二元醇3530#B乙二醇罐区储运乙二醇储罐20000m3二台(Φ42000×170004540#B汽车装卸车栈台储运液氨卸车鹤管1台、甲醇卸车鹤管1台、DMC装车鹤管1台、混合醇酯混合物装车鹤管1台、EG重组分装车鹤管1台、轻质二元醇装车鹤管1台，乙二醇装车鹤管6台5550#B化学品仓库储运三公用工程11000#B循环水站给排水21100#B公用工程变电所电气31200#B热电站热工41300#B脱盐水站热工51500#B污水处理站给排水61800#B雨水泵站给排水71900#B总降电气82000#B给水处理站给排水92100#B采暖换热站暖通四辅助生产单元及全厂性工程1厂区供电B电气2厂区电信B电信3厂区给排水B给排水4厂区外管B储运5总图运输B总图年操作时间：8000h。研究结论一期工程总投资：448859.66万元、正常年销售收入242235万元、平均年总成本费用1477866万元、平均年利润总额93914万元。一二期总计工程总投资：930868.26万元、正常年销售收入483764万元、平均年总成本费用294986万元、平均年利润总额188035万元。技术经济指标说明，各项指标均高于化工行业基准值，该项目是一个具有良好经济效益的项目，项目财务效益是可行的。市场分析及价格预测乙二醇用途乙二醇，又名甘醇、1，2-亚乙基二醇，英文名：EthyleneGlycol，化学式C2H6O2，缩写为EG。外观为无色澄清粘稠液体，分子量为62.07，凝固点-11.5℃，沸点197.6℃，相对密度1.1135（20/4℃），折光率1.43063；溶于水、低级醇、甘油、丙酮、乙酸、吡啶、醛类，微溶于醚，几乎不溶于苯、二硫化碳、氯仿和四氯化碳。乙二醇是一种重要的石油化工基础有机原料，主要用于生产聚酯纤维、防冻剂、不饱和聚酯树脂、润滑剂、增塑剂、非离子表面活性剂以及炸药等，此外还可用于涂料、显影液、刹车液以及油墨等行业，用作过硼酸铵的溶剂和介质，用于生产特种溶剂乙二醇醚等，用途十分广泛。国外生产能力与产量近年来，随着全球聚酯产品市场消费的急剧增长，世界乙二醇的生产发展很快。2006年世界乙二醇的总生产能力只有1955万吨，2009年增加到2243万吨。2010年随着中国大陆以及中东地区等多套新建或扩建乙二醇生产装置的建成投产，生产能力又得到了很大的发展。截止2011年底，世界乙二醇总产能达到2565万吨/年，同比增长10.9%。其中北美的生产能力为484.6万吨/年，约占世界乙二醇总生产能力的18.89%；中南美地区的生产能力为41万吨/年，约占世界总生产能力的1.59%；西欧地区的生产能力为129万吨/年，约占世界总生产能力的5.03%；中东欧地区的生产能力为83.6万吨/年，约占世界总生产能力的3.26%；中东地区的生产能力为748万吨/年，约占世界总生产能力的29.15%；亚洲地区的生产能力为1077万吨/年，约占世界总生产能力的41.98%；世界其他地区的生产能力为2.2万吨/年，约占世界总生产能力的0.09%。沙特SABIC公司是世界上最大的乙二醇生产厂家，生产能力为279万吨/年，约占世界乙二醇总生产能力的10.87%；其次是DOW化学公司，生产能力为210万吨/年，约占世界总生产能力的8.19%，在加拿大、科威特和美国建有生产装置；再次是台塑集团公司，生产能力为193万吨/年，约占世界总生产能力的7.52%，在中国台湾和美国建有生产装置；Shell化学公司以182万吨/年的生产能力位居世界第四，约占世界总生产能力的7.09%，分别在美国、荷兰、中国大陆、新加坡以及加拿大建有生产装置。预计今后几年，世界乙二醇的生产能力将以年均约5.0%的速度增长，到2015年总生产能力将达到约3200万吨/年。2011年世界十大乙二醇生产商及产能统计见下表。表2-12011年世界十大乙二醇生产商及产能统计生产企业产能（万吨/年）占总生产能力比例%SABIC279.010.87陶氏化学210.08.19台塑集团193.07.52壳牌182.07.09中国石油246.09.59SPDC105.04.09湖南石油化工104.04.05信赖工业75.02.92石油化学工业73.02.84巴斯夫57.02.22小计1524.059.41世界总产能2565.3100国外市场需求及预测2011年全世界乙二醇的总消费量为1797.2万吨，消费主要集中在亚洲、北美和西欧3个地区，其消费量合计达到1623.7万吨，占世界乙二醇总消费量的90.35%，其中北美地区的消费量为234.4万吨/年，约占总消费量的13.04%；西欧地区的消费量为136.1万吨/年，约占总消费量的7.57%；亚洲地区的消费量为1253.2万吨/年，约占总消费量的69.73%。此外，中东地区的消费量为80.9万吨/年，约占世界总消费量的4.50%；中东欧地区的消费量为51.4万吨/年，约占总消费量的2.86%；中南美地区的消费量为32.9万吨/年，约占总消费量的1.83%；世界其它国家和地区的消费量为8.3万吨/年，约占总消费量的0.46%。亚洲是世界上最主要的乙二醇进口地区，2009年进口量达到802.3万吨/年；而中东地区则是世界上最主要的乙二醇出口国家，2009年出口量达到453.7万吨/年。预计今后几年，世界乙二醇的需求量将以年均约5.0%的速度增长，到2014年总需求量将达到约2250万吨/年，其中中东欧地区的需求量的年均增长率最大，将达到约8.9%，消费量将由2009年的51.4万吨/年增加到2014年的78.0万吨/年；其次是中东地区，消费量的年均增长率将达到约5.2%，消费量将由2009年的80.9万吨/年增加到2014年的约104.0万吨/年；北美地区消费量的年均增长率为2.8%，消费量将由2009年的234.4万吨/年增长到约270.5万吨/年；西欧地区消费量的年均增长率约为3.0%，消费量将由2009年的132.5万吨/年增长到约153.5万吨/年；亚洲地区消费量的年均增长率约为4.3%，消费量将由2009年的1253.2万吨/年增长到约1537.0万吨/年。世界乙二醇主要用于生产PET聚酯和抗冻液，2011年世界各国主要地区乙二醇的消费结构见下图。图2-12011年世界各国主要地区乙二醇的消费结构在2011年的消费结构中，用于生产PET与树脂纤维的乙二醇需求量约占乙二醇总消费量的79%；用于生产防冷液的消费量约占总消费量的9%；用于生产化工中间体，醇酸树脂等其他产品的消费量约占总消费量的11%。世界各主要国家和地区乙二醇的消费结构不尽相同，其中北美地区用于生产PET树脂的乙二醇消费量约占总消费量的66.08%，防冻液的消费量约占总消费量的24.06%；西欧地区用于生产PET树脂的乙二醇消费量约占总消费量的71.12%，防冻液的消费量约占总消费量的15.43%；中东地区用于生产PET树脂的乙二醇消费量约占总消费量的82.20%，防冻液的消费量约占总消费量的8.03%；亚洲地区用于生产PET树脂的乙二醇消费量约占总消费量的88.63%，防冻液的消费量约占总消费量的7.80%；世界其他国家和地区用于生产PET树脂的乙二醇消费量约占总消费量的71.17%，防冻液的消费量约占总消费量的19.55%。国内生产能力与产量近几来，随着南京扬子-巴斯夫有限公司、中海-壳牌石油化工有限公司、中国石化上海石油化工公司、中石油辽阳石油化工公司以及内蒙古通辽金煤化工有限公司等多套新建或扩建装置的相继建成投产，2009年我国乙二醇的总生产能力达到243.8万吨/年。进入2010年，随着中石化镇海炼化公司、中石化天津石油化工公司以及辽宁北方化学工业公司3套大型乙二醇生产装置的建成投产，截止到2010年底，我国乙二醇的生产厂家达到16家，总生产能力达到364.8万吨/年，约占世界乙二醇总生产能力的14.22%。其中中国石油化工集团公司（含合资企业）的生产能力为245.9万吨/年，占我国乙二醇总生产能力的67.41%；中国石油天然气集团公司的生产能力为46.9万吨/年，占总生产能力的12.86%；中海油集团公司的生产能力为32万吨/年，占总生产能力的8.77%；其它地方企业的生产能力为40万吨/年，占总生产能力的10.96%。中石化镇海炼化公司是目前我国最大的乙二醇生产企业，生产能力为65万吨/年，占国内总生产能力的17.82%；其次是中石化上海石油化工公司，生产能力为60.5万吨/年，占国内总生产能力的16.58%；再次是中石化天津石油化工公司，生产能力为36万吨/年，占国内总生产能力的9.87%。随着我国乙二醇生产能力的不断增加，产量也不断增加。2000年我国乙二醇的产量只有90.8万吨，2005年增加到110万吨，2000-2005年产量的年均增长率为3.94%。2008年产量为186.8万吨，同比增加约4.76%，2003-2008年产量的年均增长率为14.02%。2009年产量约为195万吨，同比增长约4.4%。到2010年，国内乙二醇产量达到302.7万吨，较2009年增长了55.22%。由于目前我国乙二醇的生产能力和产量还不能满足实际生产的需求，因而有多家企业准备新建或扩建乙二醇生产装置。其中，以煤为原料制乙二醇的项目比例最高。另外，邦杜能源化工公司拟在黑龙江双鸭山采用山梨醇加氢技术建设一套20万吨/年乙二醇装置。国内市场需求及预测虽然我国乙二醇的生产能力和产量增长较快，但由于聚酯等工业的强劲消费，仍不能满足国内市场日益增长的消费，每年都得大量进口，且进口量呈逐年增加态势。根据海关统计，2003年我国乙二醇的进口量达到251.6万吨，比2002年增长17.3%。2007年达到480万吨，2009年增加到582.8万吨，同比增长11.73%。2010年进口量为664万吨，同比增长14%。2011年，进口量突破700万吨。近年来，由于中东地区乙二醇行业的快速发展，对我国乙二醇大量出口，使得我国从这些地区的进口量逐年增加。2008年我国乙二醇从沙特阿拉伯的进口量为178.35万吨，占当年总进口量的34.19%，2009年进口量增加到233.59万吨，所占比例提高到40.08%。2010年（1-10）月份进口量达到231.56万吨，所占比例进一步提高到41.45%，成为我国乙二醇的第一大进口国家。与此相反，来自中国台湾和加拿大的进口量虽然仍位居前列，但进口量却有逐年减少的趋势，其所占的比例也逐年减少。2008年加拿大和中国台湾地区进口量所占比例分别为17.99%和26.06%，2009年分别下降到10.28%和20.23%，2010年（1-10）月进一步分别下降到8.74%和18.66%。这些说明我国乙二醇的进口来源正在发生变化，未来中东地区将成为我国乙二醇进口的最主要来源。2005-2011年我国乙二醇表观消费量从431.4万t增长到943.9万t，年均增长率约13.9%。2011年我国乙二醇消费结构分析见下表。表2-22011年我国乙二醇消费结构消费结构数量/万t比例/%聚酯896.795.0防冻剂22.72.4其他化工品24.52.6合计943.9100.0近年来，随着我国聚酯工业的快速发展，我国乙二醇的消费量不断增加。2005年我国乙二醇的表观消费量为431.4万吨，2011年达到943.9万吨。2005—2011年我国乙二醇供需统计见下表。表2-3近年来我国乙二醇的供需情况(万吨)年份2005200620072008200920102011年均增长率/%产能117.6151.6183.6229.4229.4248.9349.419.9产量94.9110.1158.1179.2202.0210280.019.8进口量339.1400.0406.1480.2521.6582.8664.49.4出口量0.5-19.6表观消费量431.4508.9564.1659.2720.7792.1943.913.9自给率%2221.628.027.228.026.529.7--2005年-2011年我国乙二醇的生产能力从117.6万t/a增长到349.4万t/a，产量从94.9万t增长到280.0万t，年均增长率分别达到19.9%及19.8%。国内乙二醇进口量逐年大幅增加，2011年净进口量为663.9万t，国内自给率为29.7%。2011年，受纺织行业景气，以及棉花价格大涨等因素影响，我国化纤消费量大幅提升，聚酯行业出现了产销两旺的态势。由于聚酯产品价格大涨，在高利润的驱使下，聚酯行业纷纷扩产或新建项目，2011年共有约409万吨新产能投产。聚酯行业的发展带来了乙二醇消费量的持续增长。据估算，2011年我国聚酯产量约为2267万吨，消费乙二醇771万吨。此外，中国汽车工业协会统计，2011年我国汽车产销量双双超过1800万辆，增长幅度超过30%。汽车防冻液对于乙二醇的需求量也有所增加。随着国际油价从70美元/桶的区间上涨到100美元/桶的区间，乙二醇的市场价格也从2010年7月的6000元/吨强劲回升到2011年3月的近10000元/吨。与此同时，受聚酯生产的驱动，乙二醇进口量也大幅增加。2010年中国乙二醇进口量为664.4万吨，比2009年的582.8万吨增长14%。由于我国乙二醇生产能力主要集中在大型石化企业，采取乙烯氧化制环氧乙烷，再水解制乙二醇的技术路线，产能增长受制于配套了乙二醇的大型石化乙烯装置的建设计划。到2010年底，中国的乙二醇生产能力约365万吨，其中包括通辽金煤的15万吨煤制乙二醇产能。在2011年，我国没有新的石化路线乙二醇项目投产。新增产能也只有华鲁恒生的5万吨/年的煤制乙二醇项目。到2011年底，我国聚酯总产能达到3350万吨/年。2011年国内聚酯行业开工率如果以75%估算，则产量约为2512万吨，消费乙二醇854万吨。2011年我国汽车销量如果继续保持在1600万辆以上，汽车保有量将进一步增加，防冻液对于乙二醇的需求量也将有所增加。预计到2015年，中国乙二醇消费量将达到1400万吨，虽然国内乙二醇正在新建和扩建，但预计进口需求量仍将在700万吨/年以上。因此，乙二醇在我国仍将具有很好的发展前景。图2-22011年至2015年我国乙二醇产量、进口量及需求量乙二醇价格预测国外乙二醇价格从进口价格来看，2007年由于原油价格大幅度上涨，导致生产乙二醇原料乙烯价格上涨，由此导致其价格也随之上涨。2008年9月份之后虽然受到世界金融危机的影响，乙烯价格有所下降，但之前的高价位使得全年的进口平均价格仍处于高位，达到1023.57美元/吨。相比之下，2009年由于原油价格同比下降幅度较大，乙烯价格也随之下降，更为主要的是我国进口产品主要来源地中东地区的乙二醇大都采用价格低廉的乙烷为原料进行生产，价格低廉。2009年我国乙二醇的进口平均价格只有604.51美元/吨，同比下降约40.94%。2010年由于原油价格的上涨，导致乙烯价格增加，因此2010年进口平均价格增加到约868.37美元/吨，同比增长约43.65%。出口情况也有类似的规律。2007年出口价格达到2109.86美元/吨，创历史最高记录。2009年的出口平均价格为1068.18美元/吨，同比下降15.78%。2010年出口平均价格为1581.02美元/吨，同比增长约48.01%。图2-3是最近一年内国际乙二醇的价格趋势图。图2-32011年11月-2012年11月国际乙二醇价格趋势图国内乙二醇价格2008年，尤其是在10月之后，由于受到世界经济危机的影响，原油价格大幅度下跌以及下游需求的减少，导致国内乙二醇行情变化起伏较大，中国市场的价格从年初的最高点12625元/吨下跌到年底的最低点3400元/吨，跌幅高达73.1%，众多企业纷纷减产或停产。进入2009年，后期由于国际原油价格的逐渐回升，下游需求有所增长，由此导致市场价格稳步增长。2009年第一季度我国乙二醇的市场价格为3900～4000元/吨，第二季度上涨到4500～4600元/吨。进人第三季度进一步上涨到5900～6000元/吨。第四季度11月价格达到6700～6800元/吨，12月进一步上涨到7200～7300元/吨。进入2010年，价格上涨的幅度更大，1月份市场价格最高达到8700元/吨，最低也达到8000元/吨。乙二醇从2010年7月的6000元/吨回升到2011年3月的近10000元/吨。图2-4是最近一年国内各地区乙二醇的价格趋势图。图2-42011年11月至2012年11月国内乙二醇价格趋势图从以上资料可以看出，乙二醇的价格波动比较大，综合近期乙二醇价格及未来趋势，本项目乙二醇价格取8600元/吨。生产规模、原料规格及产品方案生产规模新建煤制乙二醇装置生产规模为600kt/a，分两期建设，一、二期规模各为300kt/a，年操作时间为8000小时。原料规格粉煤表3-1粉煤规格序号名称单位煤质参数1全水Mtwt%28.42工业分析水分Madwt%12.64灰分Adwt%19.19挥发分Vdafwt%30.703元素分析碳Cdafwt%74.15氢Hdafwt%4.93氮Ndafwt%1.50硫St,dwt%0.57氧Odafwt%18.664发热量Qnet,adKJ/kg195305可磨指数HGI/456灰熔点变形温度DT℃1260软化温度ST℃1330半球温度HT℃1360流动温度FT℃14907灰组成分析SiO2wt%70.11Al2O3wt%14.7Fe2O3wt%4.24CaOwt%2.98MgOwt%0.43K2Owt%2.07Na2Owt%0.64SO3wt%1.8TiO2wt%0.56P2O5wt%0.53

CO产品气

(中间产品)表3-2CO规格组分总硫CO总Cl-H2O2+H2OCH4+ArCO2含量，mol%≤0.1PPm≥99≤0.1PPm≤0.01≤30PPm+0.01≤0.01+0.1≤0.01

H2产品气

(中间产品)表3-3H2规格组分H2H2OO2总S+CL+ArCO+CO2含量，mol%≥99.9≤100PPm≤30PPm0.1+0.1+0.1(PPm)≤100PPm甲醇表3-4甲醇规格（GB338-2004）指标名称指标甲醇含量，%≥99.85外观无色透明液体，无可见杂质色度(铂-钴)，号≤5密度(20℃)，g/cm0.791～0.792馏程温度范围，℃(760mmHg，包括64.6±0.1℃0.8高锰酸钾试验，min≥50水溶性试验澄清水分含量，%≤0.10酸度(以HCOOH计)，%≤碱度(以NH3计)，%≤0.00150.0002羰基化合物含量(以CH2O计)，ppm≤30蒸发残渣含量，%≤0.001乙醇含量，ppm≤100铁含量，ppm≤0.10硫含量，ppm≤0.1氯化物含量ppm≤0.1温度℃常温压力MPaG0.6液氨表3-5液氨规格（GB536-88）指标名称指

标优等品一等品合格品氨含量%≥99.999.899.6残留物含量%≤0.1(重量法)0.20.4水份%≤0.1——油含量，mg/kg≤5（重量法）——2（红外光谱法）—铁含量，mg/kg≤1——产品方案及产品规格产品方案表3-6一期产品方案序号产品/副产品名称设计能力（吨/年）备注1EG300000产品2DMC18000副产品3混合醇酯混合物9360副产品4EG重组分6000副产品5轻质二元醇13440副产品注：二期产品方案同一期。主要产品规格表3-7乙二醇产品规格（GB/T4649-2008）指标名称指标优等品一等品合格品外观无色透明、无机械杂质无色透明、无机械杂质无色或微黄色、无机械杂质乙二醇，wt%≥99.899.0-色度（铂-钴），号加热前≤加盐酸加热后≥52010-40-密度（20℃），g/cm1.1128~1.11381.1125~1.11401.1120~1.1150沸程(在0℃，初馏点，℃≥终镏点，℃≤196199195200193204水分，wt%≤0酸度（以乙酸计），wt%0.0010.003铁，wt%≤0.000010.0005-灰分，wt%≤0.0010.002-二乙二醇，wt%≤0.100.80-醛（以甲醛计），wt%≤0.0008--紫外透光率，%220nm275nm350nm≥75≥92≥99表3-8碳酸二甲酯产品规格（YS/T672-2008）序号指标名称电池级优级品一级品合格品实验方法1碳酸二甲酯，wt%≥99.999.599.098.5气象色谱法2水份，wt%≤30ppm0GB6063碱度(以OH)，mmol/100g≤24不挥发物，wt%≤-0.020.020.02GB6324.25过氧化物(以H2O2计)≤5ppmGB6016-856密度(20℃)，g/cm1.071±0.0057外观无色透明体表3-9工业硫磺产品规格（GB/T2449-2006）项目技术指标优等品一等品合格品硫（S），wt%≥99.9599.5099.00水分（固体硫磺），wt%≤2.02.02.0灰分，wt%≤0.030.100.20酸度（以H2SO4计），wt%≤0.0030.0050.02有机物，wt%≤0.030.300.80砷，wt%≤0.00010.010.05铁，wt%≤0.0030.005-工艺技术方案工艺技术方案的选择现有的煤合成EG工艺路线，是从煤制得的合成气出发制EG，其工艺分为直接工艺和间接工艺。直接工艺即由合成气直接合成EG；间接工艺是合成气经某种中间化合物，再转化为EG。目前，直接法的首要问题仍是合成压力太高，所用催化剂在高温下才能显出活性。但在高温下稳定性变差，因此改进催化剂和助剂，开发在较低压力和温度下显示高活性且稳定的催化剂．将仍是直接法研究的重点．但是如果有所突破，使反应在比较温和的条件下进行，将非常有竞争力。由于直接法合成EG的难度很大．间接方法就成为目前研究开发的热点。间接法因为采用中间产物的不同．主要可分成以下研究方向：(1)草酸酯法：(2)羟基乙酸法；(3)甲醛缩合法；(4)甲醛氢甲酰化法；(5)甲醛与甲醇反应法：(6)甲醇二聚法。草酸酯法(氧化偶联法)主要是指CO气体首先合成草酸二酯．再经催化加氢制取EG的方法。其中．液相合成草酸酯首先由美国联合石油(Unocal)公司于1966年提出。采用PdCl2－CuCl2催化剂，在125℃、7.0MPa下反应：2ROH+2CO+1/2O2→(COOR)2+H2O此方法设备腐蚀严重，而且为保持无水状态，需要使用大量脱水剂。致使过程经济性差。此后．美国Arco公司和日本宇部兴产(UbeIndustries)公司对催化剂体系进行了改进，但仍未能解决设备腐蚀问题。1978年，宇部兴产公司和美国UCC公司联合开发了合成草酸二酯的新工艺路线，采用2％Pd/C催化剂，在反应条件为90℃、9.8MPa下，引入亚硝酸酯，使CO与丁醇发生偶合，解决了原方法的腐蚀等问题，并建成一套6kt/a草酸二丁酯的工业装置，但该方法草酸酯生成速率慢，副产物多，且加氢要在20MPa下进行。后来，宇部兴产公司开发了气相催化合成草酸酯的工艺，反应压力0.5MPa，温度为80℃～150℃。此工艺方法已通过模试，连续运行480h，草酸二甲酯平均时空产率为432g/(L·h)。据报道，宇部兴产公司已建成工业化生产装置。此法也促进加氢制EG取得了重要进展，加氢压力降为3MPa。据美国ARCO公司申请的草酸酯加氢制EG专利介绍，采用Cu-Cr催化剂，EG收率可达95％。Engelhard公司1994年的专利则主要采用了Cu-Zn的氧化物和少量Al2O3作催化剂，也取得了不错的效果。20世纪80年代初，国内也开始了CO催化合成草酸酯及其衍生物产品草酸、EG的研究。赵秀阁等探讨了CO和亚硝酸甲酯在负载型Pd/α－Al2O3催化剂上合成草酸二甲酯的反应，通过催化剂活性、载体与所添加助剂的优化，草酸二甲酯选择性近100％，草酸二甲酯时空产率可达到898g/(L·h)。李振花等的研究表明，在m(Cu)/m(Si02)为0.67、反应压力2MPa～3MPa、温度210℃、n(H2)/n[(COOH3)2]为70.0、空速2h-1～3h-1时，该催化剂表现出较高的催化加氢性能。李竹霞等通过对草酸二甲酯气相催化加氢反应体系的热力学分析研究，得出Cu/SiO2催化剂的适宜还原温度为250℃～350℃，提高n(H2)/n[(COOH3)2]或反应压力可以提高EG的选择性，n(H2)/n[(COOH3)2]和反应压力的适宜组合均能得到较高的草酸二甲酯转化率和EG选择性。中国科学院福建物构所与南靖合成氨厂合作，利用合成氨装置回收CO，在常压、150℃下催化偶联合成草酸二甲酯，然后以Pd为催化剂，进行草酸二甲酯的低压加氢，转化率达95％～100％，EG选择性为80％～90％．应用此专利技术，于2005年在江苏丹化集团建成中试装置。草酸酯合成EG，工艺要求不高，反应条件温和，是目前最有希望大规模工业化生产的合成气合成EG路线。合成气直接合成法，反应条件过于苛刻，如有突破将非常有竞争力，但目前的成果还不足以工业化。甲醛缩合法和甲醛氢甲酰化法以其反应条件温和、选择性和收率高等优点，而具有较好的研究开发前景。草酸酯合成法的煤制乙二醇路线由日本UBE和美国UCC公司在1980年代发明。该路线区别于传统的乙稀氧化路线，不依赖于石油和天然气，而以煤炭气化的合成气为原料，因而特别适合中国的国情,是目前大规模工业化成熟可靠的生产方法。由于其对工艺条件的要求不高，反应条件也相对温和，因此在本工程中采用日本宇部兴产(UbeIndustries)公司草酸酯合成法的煤制乙二醇路线。工艺流程说明基本原理该反应路线主要包括三个反应步骤：羰化偶联：2CO+2CH3ONO=(COOCH3)2+2NO催化剂为Pd/Al2O3，常压，温度100-200℃加氢：(COOCH3)2+4H2=(CH2OH)2+2CH3OH催化剂为Cu/SiO2，加压，温度180-250℃亚硝化2CH3OH+2NO+0.5O2=2CH3ONO+H2O酸性催化剂，常压，常温。 总反应为： 2CO+4H2+0.5O2=(CH2OH)2+H2O涉及三个物料的循环：亚硝酸甲酯，CH3ONO，简称MN；甲醇，CH3OH；一氧化氮。 理论上，1吨乙二醇消耗：一氧化碳：723Nm3；氢气：1445Nm3；氧气：180Nm3。工艺流程描述煤造气装置（1）煤气生成气化装置采用三台气化炉（3开0备）并行运行，单套装置能力为每小时产有效气（CO+H2）45000Nm3。气化炉采用Ф2.8型气化炉日投煤量2825吨。气化装置包括磨煤及干燥、煤加压及进煤、气化及合成气洗涤、渣及灰水处理等。磨煤及干燥单元设有三条生产线，该单元每条线的处理能力按满足一台气化炉负荷设计，采用3开0备的操作方式。煤加压及进煤单元设有三条生产线，每条线对应一条气化及合成气洗涤生产线，该单元采用锁斗来完成粉煤的连续加压及输送。在本工段，粉煤、氧和水蒸气进行反应制得粗合成气，在气化炉中发生如下主要反应：CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2SC+H2O—→CO+H2CO+H2O—→H2+CO2反应在加压、1200～1600℃下进行。气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2和少量CH4、H2S等气体。气化及合成气洗涤单元是HT-L加压粉煤气化工艺的核心。主要由氧气系统、粉煤进料系统、气化系统、气化汽水系统、合成气洗涤系统及排渣系统组成。粉煤分三路进入气化炉烧嘴的三个煤粉管。氧气经预热器加热后先在混合器内与一定量的蒸汽混合，然后也按一定的比例进入烧嘴。煤粉在炉膛内高温部分氧化反应，生成的合成气主要成分为CO和H2。在激冷室，合成气被激冷并被水饱和，熔渣迅速固化。出气化炉的合成气再经文丘里洗涤器和合成气洗涤塔用水进一步润湿洗涤，通过洗涤塔后进入变换工段。生成的灰渣留在水中，绝大部分迅速沉淀并通过渣锁斗系统定期排出。为了保护气化炉压力容器及水冷壁盘管，水冷壁盘管内通过汽包循环水泵维持强制的水循环。管内流动的水吸收炉内部分氧化反应产生的热量，部分汽化，在汽包内进行汽液分离后产出5.4MPa(G)的饱和蒸汽，气化炉产出的中压饱和蒸汽减压后送入厂内蒸汽管网。渣及灰水处理单元包括黑水闪蒸系统和灰渣水处理系统。从气化炉激冷室和合成气洗涤塔底部来的灰水在减压后送入高压闪蒸罐进行闪蒸闪蒸蒸气进入汽提塔加热除氧水，汽提塔底部排出的灰水经洗涤塔给料泵加压后，送到合成气洗涤塔。高压闪蒸罐底部的黑水减压后送到真空闪蒸罐进一步闪蒸出其中溶解的气体，闪蒸气体经冷凝器冷凝后，不凝气由真空泵排至大气，冷凝液进入灰水槽，真空闪蒸罐底部的液体和固体混合物自流进入沉降槽，进行重力沉降固液分离。为了促进固体沉降，需通过絮凝剂加药系统向沉降槽中加入絮凝剂来促进沉降作用。沉降槽底部的渣浆通过沉降槽底流泵送至过滤机进行过滤，过滤机滤出的滤饼用汽车送往厂外，滤液经泵输送返回沉降槽。从沉降槽顶部溢流出来的水自流进入到灰水槽。灰水槽是整个气化装置水系统的缓冲罐，整个系统的灰水均返回到灰水槽。为了维持整个气化工艺水系统的微量组分及固体含量的稳定，其中一小部分回收的水作为废水送至厂内污水处理厂，其余大部分水作为工艺水循环使用。灰水由低压灰水泵送出，一小部分经冷却后送至污水处理厂，其余的一部分作为锁斗冲洗水送用，一部分送入除氧器。（2）煤气变换本单元拟采用采用Co-Mo系耐硫变换工艺，由于气化采用航天粉煤加压气化，变换原料气CO含量在62%左右，变换反应温升较大，必须采用分段变换移走热量，同时为保证CO变换指标小于21%，床层热点温度不能过高，因此，变换两段设置：一段采用宽温耐硫变换，将CO变换到40%以下；二段变换将CO变换到21%以下，由于温升较大仍采用宽温耐硫变换；本工序余热较多，为合理用能，需要进行逐级回收。反应余热除副产中压过热蒸汽和低压蒸汽外，用来预热锅炉给水及脱盐水。在本工段将气体中的CO与H2O变换成H2和CO2，本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：CO+H2O→H2+CO2经过变换后的水煤气，送至后面的低温甲醇洗工序进行脱硫脱碳。（3）变换气脱硫脱碳本项目拟采用低温甲醇洗工艺对来自变换的变换气进行脱硫脱碳，以达到气体净化的目的。主要优点如下：变换气脱硫、脱碳在较高压力下操作，由于处理的变换气压力高，酸性气体分压高，选择低温甲醇洗净化工艺有着独特的优势。低温甲醇洗工艺属物理吸收，特别适合于压力高、酸性气含量高的气体净化，可以在同一装置有选择地将气体中硫化物、CO2等杂质脱除干净，吸收能力大，能耗低，净化度高。变换原料气中的硫化物在H2S洗涤塔脱除，原料气中的CO2在CO2吸收塔A、B、C段脱除至规定的指标。CO2脱除精洗段（即CO2吸收塔C段）的温度由气提N2保证。吸收液经闪蒸塔、热再生塔等再生，回收的H2S酸性气送硫回收装置，同时输出CO2产品气。a、变换气的冷却从变换来的压力3.1MPaA、温度40℃、含H2：72000Nm3、CO：36200Nm3、H2S+COS：2200ppm，水份0.18%（饱和水）的变换气，经原料气净化气换热器和原料气/闪蒸气换热器换热后，温度降至27.43℃，再经过原料气氨冷器冷却至约12.25℃，冷却后的原料气进原料气分离器分离。分离后的变换工艺冷凝液送出界区至气化。由于洗涤是在低温下进行的，为防止气体中所带的水份因冷却结冰造成管道和设备的堵塞，同时为了避免水份带入系统造成对设备的腐蚀，然后向出变换气分离器的变换气中喷入少量甲醇（1.6583m3/h），和变换气带过来的饱和水形成共溶溶液，使甲醇水溶液的冰点降低。最后变换气经原料气/净化气/CO2产品换热器，将变换气冷到-28.68℃进H2b、变换气中H2S等组分的脱除进H2S吸收塔的变换气首先通过H2S吸收塔的预洗段，在此微量组分如：NH3、HCN等被来自H2S吸收塔进料氨冷器的一小股冷富甲醇经4快浮阀塔盘吸收洗涤，出H2S吸收塔的预洗甲醇经塔底液位控制阀送至预洗甲醇加热器。然后变换气通过H2S吸收塔的H2S吸收段，H2S、COS等被来自CO2吸收塔的富CO2甲醇液吸收，由H2S吸收塔进料泵输送来的富CO2甲醇液流量经与原料气流量比值调节后，送入H2S吸收塔的上段。出H2S吸收塔上段主集液盘的甲醇溶液经液位控制阀送入中压闪蒸塔下段。脱硫后的变换气再进入CO2吸收塔下段。虽然CO2在甲醇中的溶解热很小，由于CO2在甲醇中的溶解度很大，致使溶液温升仍很大，当温度升高时，CO2在甲醇中的溶解度会减少，不利于吸收，因此必须及时将溶解热移出，保持溶液温度在合理的范围内。CO2吸收塔又分为粗洗、主洗和精洗三段。温度-58.14℃，流量481.74t/h的贫甲醇进入CO2吸收塔的顶部，经上塔精洗段洗涤CO2后溶液温度升高到-27.89℃，为保证甲醇溶液的吸收能力，将甲醇溶液(534.8t/h)导出吸收塔，经富CO2氨冷器冷却到-34.95℃后重新返回CO2吸收塔，进入主洗段继续吸收CO2，溶液的温度又升高到-25.89℃，再次将甲醇溶液(571.4t/h)导出吸收塔，甲醇液经甲醇循环冷却器冷却到-41.03℃后再次返回吸收塔，进入粗洗段继续吸收CO2，经CO2吸收塔粗洗段吸收CO2后，溶液温度为-23.47℃导出吸收塔。由于甲醇对H2S的选择性吸收能力比CO2要大得多，因此将CO2吸收塔导出来的已吸收了CO2的温度-23.47℃、流量为637.5/h的甲醇溶液中的235.7t/h经H2S吸收塔进料泵及H2S吸收塔进料氨冷器，温度降为-34.95℃，降温后返回到H2S吸收塔去吸收H2S+COS，其余未返回H2S吸收塔的无硫甲醇富液402t/h去中压闪蒸塔上段。出CO2吸收塔的净化气：CO2<20PPm、H2S+COS<0.1PPm、温度-58.09℃、压力3.294MPa、气量106036Nm3/h经原料气/净化气/CO2产品换热器复热回收冷量后，温度为8℃，再经原料气/净化气换热器换热后，温度31.14℃、压力2.90MPaA，送往深冷工段。c、甲醇液的闪蒸再生与H2S的浓缩出H2S吸收塔上段的温度-23.54℃、压力2.97MPa、流量234.3t/h的富含CO2、H2S等的含硫甲醇富液减压到1.5MPa后进入中压闪蒸塔下段，闪蒸出来的闪蒸气和中压闪蒸塔上段闪蒸出的气体混合后，经原料气/闪蒸气换热器出来的闪蒸气经循环机加压送至甲醇入口原料气混合。（含H2：46.19%、CO2：50.93%、CO：1.04％、N2：1.4％，气量2210Nm3/h）CO2的生产和H2S的浓缩是在塔C-2204中完成的，该塔由上下两部分构成，上塔为解吸塔，共分上中下三段，由两层集液盘分开，中段装有30块塔板；下塔为气提塔，由中间集液盘分为上下两段，共有87块塔板，其中下段为14块塔板。从中压闪蒸塔的上段底部引出的无硫甲醇经闪蒸甲醇氨冷器降温后分两股，一股（流量215692㎏/h）经LV节流控制阀进入气提/CO2解吸塔的上段，解析出大部分CO2，而甲醇液则作为气提塔的再洗液，以确保尾气中硫含量指标；另一股（流量184.57㎏/h）经节流控制阀进入气提/CO2解吸塔的中段顶部第30块塔板上，解析出大部分CO2后作为该塔的再洗液，以确保CO2产品气中硫含量指标。从中压闪蒸塔的下段底部引出的含CO2的富硫甲醇液经循环甲醇换热器冷却降温,然后分两路：一路经FV-22022节流控制阀（流量252619㎏/h）进入气提/CO2解吸塔的中段第八块塔板上，在此部分CO2和H2S从甲醇中解析出来；上述第30块塔板和第八块塔板两路甲醇解析后收集于气提/CO2解吸塔下部集液盘，再进入气提/CO2解吸塔第20块塔板上继续解吸，由于减压、气提，其温度降至最低，并收集于气提/CO2解吸塔的集液盘后，用泵加压并回收冷量，温度升高后进入气提/CO2解吸塔下段闪蒸，气相进入气提/CO2解吸塔中段，而甲醇液则经泵加压并升温后进入气提/CO2解吸塔下部继续解吸。另一路经液位控制阀控制中压闪蒸塔下段液位，去气提/CO2解吸塔的中段顶部第30块塔板。这样，出气提/CO2解吸塔顶的CO2量达46942Nm3/h，纯度99.01％，经原料气/净化气/CO2产品换热器回收冷量后,温度为8℃送至界外用户。为使以上进入气提/CO2解吸塔的三路甲醇液中的CO2进一步得到解析，浓缩H2S，在气提/CO2解吸塔底部通入由界外来的低压氮，用N2气破坏原系统内的气液平衡。经气提/CO2解吸塔解吸出的CO2随着气提N2作为尾气由塔顶送出(流量64720Nm3/h，温度-60.7℃)，一部分在氮气冷却器中与气提氮换热，温度升高到3.03℃，一部分在酸性气/尾气中与酸性气换热，两股气体汇合后温度为151.31℃，进入尾气洗涤塔，用脱盐水(3500kg/h)洗涤，以确保尾气中CH3OH含量达到要求后部分送往硫回收，部分放空。d、甲醇热再生从气提/CO2解吸塔底部出来的含有H2S和少量CO2的甲醇用热再生塔进料泵（P-2203）抽出。经过滤并在贫富甲醇换热器中加热后进入热再生塔的第26块塔板上,用甲醇蒸汽加热气提再生，硫化物和残余CO2随甲醇蒸汽由塔顶排出在预洗甲醇加热器和热再生塔顶冷凝器中冷却，部分冷凝下的甲醇在回流罐中分离，用热再生塔回流泵送至热再生塔顶作为回流液。出热再生塔回流罐的气体继续在酸性气再加热器和酸性气/尾气换热器冷却后入酸性气分离器，冷凝的甲醇送至热再生塔回流罐回收，而气体部分循环至气提/CO2解吸塔的第14块塔板上，另一部分经酸性气在加热器升温后送至界外硫回收。经C-2205再生后的甲醇由塔中下部经贫甲醇泵抽出，大部分经气提/CO2解析塔甲醇/贫甲醇换热器和贫/富甲醇换热器中换热降温至约－56.15℃，进入CO2吸收塔顶部作为洗涤液，部分（3164kg/h）送至甲醇/水分馏塔顶部底，做为的甲醇/水分离回流液。部分去甲醇/水分馏塔塔底。塔底有蒸汽再沸器提供热量，部分甲醇溶液经甲醇/水分馏塔进料泵抽出，送至甲醇/水分馏塔中部。贫甲醇泵送出的贫甲醇有一小部分作为洗涤液送至中压闪蒸塔。由于进料气体含硫高，正常操作时，热再生塔顶出气部分不返回H2S浓缩塔，全部去硫回收装置，这样既可节省冷耗又能减少热耗。但在设计中保留部分气体返回H2S浓缩塔的H2S增浓管线,以使开停车或进料气中含硫低时,多一种调节手段。e、甲醇/水分离从甲醇/水分馏塔塔底部引出的含水甲醇进入甲醇/水分馏塔的第21块塔板上作为进料。从塔尾气水洗塔底部来的甲醇水溶液经尾气水洗塔底泵加压并在洗涤水换热器中升温进入尾气水洗塔的第17块塔板上参与蒸馏；该塔的回流液即甲醇/水分馏塔进料泵来的一小部分贫甲醇，塔顶产生的甲醇蒸汽直接送往热再生塔的第13块塔板上作为气提介质，塔底的废水，在洗涤水换热器中回收热量后，部分作为尾气水洗塔洗涤水，部分作为废水排放送至生化处理；甲醇/水分馏塔由蒸汽再沸器提供热量来维持塔的热平衡。f、尾气洗涤气提/CO2解析塔解吸出的尾气去尾气洗涤塔(洗涤放空。洗涤后的废液经洗涤水泵加压，污水冷却器加热后去甲醇水分离塔.为了保证尾气洗涤塔的操作温度，防止塔板结冰，设置蒸汽管道，由调节阀控制尾气洗涤塔塔尾气温度。g、新鲜甲醇的补入和废甲醇的回收利用为保证系统甲醇的需要，本工号所需要的甲醇是由精馏工段提供。当开车充甲醇或正常运行时需向系统补入甲醇时，联系调度启动精甲醇库的送料泵，将甲醇注入新鲜甲醇罐或再生塔塔底；工号停车时，可将甲醇通过贫甲醇泵、污甲醇泵排往精馏甲醇贮槽。为了方便检修时各塔和管线设备中的甲醇排放，设有污甲醇地下污甲醇罐，容积约10m3h、氨冷冻系统。低温甲醇洗系统所需冷量由合成工序的冰机提供。液氨在本工序各氨冷器内蒸发后气氨返回冰机。i、溶液过滤本系统设有3台溶液过滤器。由于在变换工序，会有Fe(CO)5和Ni(CO)4（当煤中含有Ni时）生成，且随变换气带入甲醇洗工序中。在无CO存在的时候，Fe(CO)5和Ni(CO)4与硫化物反应生成FeS和NiS的固体颗粒，加之变换气挟带的催化剂粉尘等，能使甲醇变成为悬浮液，则应通过溶液过滤器除去。如若不保持循环甲醇的清净，固体颗粒会沉积在换热器的管壁上，增加了传热热阻，最终导致冷耗和热耗增加。一氧化碳冷箱a、前端净化单元前端净化单元吸附原料气里来自低温甲醇洗的CO2和CH3OH等微量杂质，以避免这些杂质在下游的深冷设备中结冰。前端净化单元包含两个外部保温的吸附器。吸附操作通过一套由程序控制的阀门系统实现。考虑到这些物质的特性和在原料气中的含量，最佳的去除方法就是通过分子筛床层将其吸附。两个充填有相同数量吸附剂的吸附器并联操作：当一个吸附器在吸附的时候，另外一个则进行再生。再生过程由几个顺序步骤组成，其目的是恢复吸附剂初始的性能。再生发生在分子筛的吸附量达到其最大吸附能力时，即吸附结束时进行。吸附剂再生的介质为输送至界区内的氮气。b、热回收和酸气去除单元气体离开前端净化单元后被送回低温甲醇洗在低温甲醇洗换热器里进行换热，然后返回到冷箱里净化。c、PSA尾气回收一部分的PSA尾气会受到冷箱分离单元的入口，从而提高一氧化碳和氢气的效率。d、氢气/一氧化碳分离冷箱单元①工艺选择在众多的一氧化碳深冷低温分离技术里，鉴于合成气和纯一氧化碳气额规格，选择部分冷凝工艺技术是最合适的。正常情况下，原料合成气中含有一定量的氮，为满足一氧化碳产品纯度的要求，必须使用特定的脱氮精馏塔。该单元采取的工艺流程，把氢气和氮气从合成气中分离出来，并根据原料合成气的规格，按买方的要求生产出纯度高于的99%的一氧化碳产品，而分离出来的大部分氢气作为高压富氢气通过下游的PSA进行回收。②冷箱复热至常温的原料气进入深冷单元，并通过深冷单元（冷箱）进行纯化。原料气在主换热器里冷却，部分冷凝后送到气液分离器中。蒸汽部分称为富氢气，在主换热器里加温到常温，然后离开冷箱。液体部分通过阀门膨胀后送到气闪蒸容器内进行氢气去除。顶部的闪蒸汽在主换热器里加温到常温，以中等压力送出。底部的液体被送到一氧化碳/氮分离塔，该塔底部产生高纯度的一氧化碳产品以提供下游的乙二醇系统需要。一氧化碳压缩机的设计师为了满足一氧化碳产品的压力所需。此压缩机同时通过产生一氧化碳循环以提供分离所需的能量。装置冷量的平衡由空分装置的液氮来获得。③低温排放系统H2/CO分离装置的分离过程基于发生在低温深冷条件下的精馏。因维护或者安全原因所进行的对冷箱内的低温液体的排放是必要的。这样的排放不是直接进行的，如果火炬系统是传统设计，不能燃烧冷的气体，液体需要被蒸发，蒸发后的气体需被加热后再送至火炬。当需要将其它低温气体比如冷箱压力安全阀释放的气体从火炬排放时，系统该也可用来加热该气体。不锈钢制的低温排放容器能够贮存来自冷箱的低温吹除液体。当需要的时候这样的设计允许装置安全地从冷箱排放低温液体。低温液体被气