6.1 建厂条件 6.2 厂址方案 7 总图运输 公用工程 辅助生产设施及土建 7.1 总图运输 7.2 给水排水 7.3 全厂供电和电信 : 7.4 热动系统 7.5 储运设施 7.6 采暖通风空调 7.7 维修及全厂性仓贮设施 7.8 中央化验室 7.9 空压站 7.10 火炬 7.11 界区内

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1 目 录 1 总论 1.1 概述 1.2 可行性研究报告简要结论 1.3 存在问题 2 产品市场及价格分析 2.1 市场供需分析 2.2 产品价格分析及预测 2.3 甲醇目标市场及竞争力分析 3 产品方案及生产规模 3.1 产品方案 3.2 生产规模 3.3 产品规格 4 工艺技术方案 4.1 工艺技术方案的选择 4.2 工艺流程和消耗定额 4.3 自控技术方案 4.4 引进方式和范围 4.5 主要设备一览表 5 原料 公用工程的供应 5.1 原料供应 5.2 公用工程的供应 6 建厂条件和厂址方案 -I-

2 6.1 建厂条件 6.2 厂址方案 7 总图运输 公用工程 辅助生产设施及土建 7.1 总图运输 7.2 给水排水 7.3 全厂供电和电信 : 7.4 热动系统 7.5 储运设施 7.6 采暖通风空调 7.7 维修及全厂性仓贮设施 7.8 中央化验室 7.9 空压站 7.10 火炬 7.11 界区内外管网 7.12 土建工程 8 环境保护 8.1 建设地区环境现状 8.2 执行的环境保护标准 8.3 主要污染源和污染物 8.4 治理措施 8.5 环境管理及监测 8.6 环境保护投资 8.7 建设项目环境影响简析 8.8 存在的环保问题及建议 9 劳动安全职业卫生与消防 -II-

3 9.1 劳动安全职业卫生 9.2 消防 10 节能与节水 10.1 节能 10.2 节水 11 工厂组织 定员和人员培训 11.1 工厂组织 11.2 生产班编制及定员 11.3 人员来源和培训 12 项目实施规划 12.1 建设周期 12.2 项目实施规划 13 投资估算及资金筹措 13.1 投资估算编制说明 13.2 资金筹措 14 财务评价 14.1 财务评价编制依据及基础数据与参数 14.2 成本费用估算 14.3 销售收入估算 14.4 盈利能力分析 14.5 不确定性分析 14.6 财务评价结论 -III-

4 附图附图 1: 地理位置图附图 2: 区域位置图附图 3: 总平面布置图附图 4: 气化工艺流程图附图 5: 变换工艺流程图附图 6: 低温甲醇洗工艺流程图附图 7: 硫回收工艺流程图附图 8: 甲醇合成工艺流程图附图 9: 甲醇精馏工艺流程图附图 10: 物料平衡图附图 11: 给排水平衡图附图 12: 汽水平衡图附图 13: 电气主接线图 有关附件另见附件册 -IV-

5 1 总论 1.1 概述 项目名称 主办单位项目名称 : 泛海 180 万吨 / 年煤制甲醇 ( 一期工程 ) 60 万吨 / 年煤制甲醇工程主办单位 : 泛海能源投资包头有限公司地址 : 内蒙古包头市青山区迎宾路 1 号青山宾馆 1 号楼电话 : 邮政编码 : 可行性研究报告编制单位 : 中国寰球工程公司地址 : 北京市朝阳区樱花园东街 7 号电话 : 传真 : 邮编 : 编制依据和原则 (1) 编制依据 土默特右旗萨拉齐镇总体规划 土右旗工农业概况及远景规划 山格架化工能源基地发展纲要 包头市山格架化工园区总体规划 包头市山格架化工园区产业发展规划 煤制甲醇项目可行性研究报告合同书 GE 公司提供的水煤浆气化有关资料 CASALE 公司提供的甲醇合成工艺资料 1-1

6 (2) 编制原则 (A) 本项目满足国家有关政策和规定, 本着节省投资, 确保项目质量, 增加经济效益的原则, 采用国内外先进 可靠的工艺技术, 使产品质量和主要技术经济指标达到国内先进水平, 并确保工程长期稳定安全运行 (B) 采用先进的煤气化工艺制取甲醇合成气, 最终产品为甲醇, 实现煤的清洁生产和开发利用 今后甲醇产品可用于制甲醇汽油或烯烃 (MTO MTP 工艺技术 ), 也可制二甲醚 (C) 为降低项目投资, 除核心技术和关键设备引进外, 应尽可能提高装备国产化率 (D) 总图布置时, 在满足保证安全 有利生产 方便管理的前提下, 做到流程顺畅 布局紧凑, 按功能进行分区布置, 尽量节约土地 (E) 严格控制环境污染 采取措施 落实治理使排放 三废 符合国家和地方环境保护的要求及有关规定 (F) 贯彻节约用水原则, 水尽可能循环利用, 减少生产废水排放 (G) 贯彻国家和地方的安全生产和工业卫生的各项法规, 建设一个生产安全 环境卫生良好的生产企业 (H) 坚持一期与二期规划相协调的原则, 合理布局, 节约用地的原则 项目提出的背景 投资必要性和经济意义 项目提出的背景能源是国民经济发展的重要物质基础, 随着石油资源的日趋枯竭和环境污染的日益严重, 促使人们加紧对替代能源和清洁能源的研究开发 我国的能源构成是煤炭资源丰富, 石油 天然气相对不足 我国的煤储量约 1145 亿吨, 占世界总储量的 11.6%, 居第 2 位 ; 1-2

7 石油储量 25 亿吨, 占世界总储量的 1.5%, 居第 12 位 ; 天然气储量 1.51 万亿立方米, 占世界总储量的 0.97%, 居第 21 位, 能源消费结构中煤炭占 60% 以上的状况将持续不减 随着经济持续快速的发展, 国内石油消费需求量增长比产量要快的多, 从 1993 年我国成为成品油净进口国,1996 年成为原油净进口国, 原油生产没有快速增长, 但进口原油总量和占原油总加工量的比例呈逐年增长的趋势 2007 年我国对进口原油的依存度已高达 47.1%, 预计 2010 年将达到 60% 对进口原油依存度的快速上升, 这不仅耗去大量外汇, 而且在某种意义上, 严重影响国家能源安全 根据我国成品油和化工原料油消费的发展分析, 并考虑到替代能源和煤化工 天然气化工的发展, 预计 2010 年我国原油需求量为 3.3 亿吨,2015 年达到 3.8 亿吨, 其中 50% 来自进口, 大大高于国际上公认的能源安全警戒线 石油作为重要的战略物资, 其价格易受资源储量和世界形势的影响 为减轻对国外石油的依赖程度, 维护国家的能源安全, 必须考虑利用天然气和煤等非石油资源来替代部分石油 但从我国目前天然气价格来看, 价格偏高 因此有必要结合我国煤价低廉的优势, 发展适合我国国情的煤化工项目, 显得越来越重要 煤炭是我国的主要能源, 也是重要的化工原料之一, 已广泛用于生产化肥 甲醇等化工产品 在我国油气资源相对缺乏 资源前景不容乐观的情况下, 在充分利用国内外两种资源 大力发展石油化工的同时, 如何发挥我国丰富的煤炭资源优势 开拓煤炭利用新途径 综合利用及加工, 满足国民经济主行业发展和人民生活水平不断提高的需要, 已成为当务之急 煤炭在直接燃烧利用过程中产生的有害物质对人类的生存环境 1-3

8 造成了严重的污染, 因此, 从国家长期的环境保护战略角度考虑, 在开发利用国内丰富的煤炭资源过程中, 实施以煤代油的技术, 可以减少煤炭直接燃烧造成的环境污染 国家国民经济和社会发展第十个五年计划中明确提出的 调整煤炭生产结构, 发展洁净煤技术, 为中国未来能源建设指明了方向 国家发改委编制了 煤化工产业中长期发展规划 ( 初稿 ), 规划总目标是利用我国优势煤炭资源, 生产石油替代产品 近期重点是缓解车用液体燃料供应短缺的矛盾, 发展具有竞争能力的煤基石油化工产品, 适当降低石油的进口依存度 长远要在煤资源产地建立煤化工产业基地, 实施石油接替能源的战略储备 本项目以煤炭为主产业链, 就地转化为化工产品, 并为其下游产品提供原料, 直至原生资源全面综合利用, 实现资源利用充分化 经济循环科学化 生态环境自然化, 力争把本项目建设成为具有高科技含量 高附加值 环保高效 可持续发展的循环经济生态工业 为实现上述目标, 按国家发展和改革委员会 发改能源 号 文件精神, 为合理开发和利用煤炭资源, 需对本区域煤炭资源及主要工业链工程进行合理规划, 即合理确定煤炭开发方式 建设规模与顺序 开拓与回采技术原则, 相应其它工业链 ( 电厂 化工厂 伴生资源 弃物等 ) 的建设规模与场址 生产工艺与流程, 工业链间各项目建设的同步与匹配及其相关的配套工程与设施等的统筹规划与安排 在已编制完成的包头市山格架化工园区总体规划和包头市山格架化工园区产业发展规划中, 180 万吨 / 年煤制甲醇项目则是该规划园区的重要项目之一, 本项目是煤制 180 万吨 / 年甲醇项目的一期工程 在规划的工业园区内建设煤制甲醇项目, 符合国家节能与环保的 1-4

9 产业政策, 符合国家能源产业政策和包头市产业结构调整方向, 不仅可以使资源优势转化为经济优势, 而且可以改善环境和实现经济可持续发展, 同时对我国调整依靠大量进口石油的现状也将起到积极的推动作用 对促进全自治区经济快速发展, 都具有十分重大的意义 项目建设的必要性本项目以煤炭为主产业链, 就地转化为化工产品, 并为其下游产品替代能源提供原料, 直至原生资源全面综合利用, 形成循环经济生态产业链, 实现资源利用充分化 经济循环科学化 生态环境自然化, 力争把本区建设成为具有高科技含量 高附加值 环保高效 可持续发展的循环经济生态工业园区 中国泛海控股集团是一家大型综合性民营企业集团, 始创于 1985 年, 经过二十多年的发展, 形成了以房地产 金融和投资为核心业务的综合性企业集团, 集团核心企业为中国泛海控股集团有限公司 中国泛海控股集团控股及参股公司主要业务涵盖房地产 基础设施建设, 银行 保险 证券, 战略与创业投资 文化 教育投资, 物资贸易 消防电子 酒店 物业管理 资产管理和资本经营等诸多领域, 业务分布于北京 上海 深圳 武汉 杭州 青岛 济南 潍坊等城市 截止 2005 年末, 集团资产总额达到 100 多亿元人民币 能源产业是中国泛海控股集团根据国家能源发展战略和实施西部大开发的整体规划于 2007 年开始实施的新的投资领域, 并将作为公司未来重点发展产业之一 目前, 泛海能源产业已经启动的项目主要是位于内蒙古自治区包头的煤化工项目 泛海能源投资包头有限公司由中国泛海控股集团于 2007 年 5 月投资成立的全资子公司 公司将凭借集团雄厚的财力和丰富的投资与管理经验, 利用内蒙古包头及周边地区丰富的资源, 投资建设现代化 1-5

10 的大型煤化工产业基地 泛海能源投资包头有限公司作为中国泛海控股集团的能源投资旗舰, 将为国家发展战略的实现做出贡献 包头泛海煤化工项目于 2007 年初正式启动, 该项目计划利用包头市及周边地区的煤炭资源, 在包头市投资建设现代化的大型煤化工产业基地及其配套项目 通过本项目的建设, 高起点建设煤化工和以及规划中的烯烃 聚烯烃 和二甲醚产品等项目, 向多联产 多品种转变, 进行产业升级和技术进步, 实现煤的清洁生产和开发利用, 对促进我国煤炭资源的开发利用, 发展煤化工 使石油化工与煤化工的产品相互补充, 具有重大的战略意义和现实意义 综上所述, 建设煤制甲醇项目, 符合国家节能与环保的产业政策, 符合国家能源产业政策和包头市产业结构调整方向, 不仅可以使资源优势转化为经济优势, 而且可以改善环境和实现经济可持续发展, 同时对我国减少原油进口也将起到积极的推动作用 对促进全省经济快速发展, 都具有十分重大的意义, 因此, 本项目的建设是符合国民经济的需要和当前国家基本建设的投资方向 研究范围本报告研究范围包括 60 万吨 / 年甲醇装置, 与生产装置相配套的公用工程及辅助设施 60 万吨 / 年甲醇装置包括备煤 煤气化 变换 气体净化 硫回收 甲醇合成与精馏 空分装置 公用工程装置包括热动系统 循环水装置 脱盐水装置 污水处理厂以及全厂给排水 供电 电讯 辅助设施包括消防等系统 煤储运系统 罐区 空压 废渣堆场 1-6

11 化验室, 维修 火炬系统 仓库 管廊等 本项目所需的服务设施建在厂前区, 厂前区不包括在本项目范围内 根据总体规划, 本项目在内蒙古山格架化工园区一期先行建设 60 万吨 / 年煤制甲醇装置, 同时考虑预留二期建设 120 万吨 / 年煤制甲醇装置的项目用地, 给排水的管网系统 消防管网系统拟一期 二期统一考虑 表 主项表 序号 主 项 说明 备注 一 生产装置 1 备煤 2 煤气化 包括煤浆制备 气化 灰水处理 3 变换 4 气体净化 5 硫回收 6 甲醇装置 包括压缩 合成 精镏 中间罐区 7 空分装置 二 辅助生产设施 1 消防及泡沫站 2 煤贮运 3 罐区 4 废渣堆场 5 化验室 包括产品分析及环境监测 建在厂前区 6 维修 包括机 电 仪维修 7 火炬系统 8 仓库 包括化学品库 备品备件库 9 全厂管廊 10 空压站 11 中控室 12 装车站 13 总图运输 道路 土方 车辆 围墙 大门 绿化 1-7

12 三公用工程 1 循环水场 2 给排水系统 3 脱盐水站 4 供电 5 电信 6 热动系统 7 污水处理场 总投资本项目总投资为 万元, 报批项目总投资 万元 本工程资本金为 万元 1.2 可行性研究报告简要结论 简要结论 简要结论 (1) 本项目以包头煤为原料采用先进的洁净煤气化技术生产甲醇, 符合国家的能源政策 产业政策 环保政策及包头市产业结构调整方向 项目建设是必要的 (2) 本项目建设条件较好, 工程供水 供电 土地有保证, 因此有较好的公用工程条件 (3) 本工程采用的工艺先进, 技术成熟, 产品纯度高, 能耗较低 (4) 企业 三废 经处理后满足国家及地方环保标准 (5) 本项目在目前高油价的条件下, 产品价格按近两年的市场价格所得税前后的内部收益率分别为 15.4% 和 12.5%, 项目有一定的抗风险能力综上所述, 本工程建厂条件较优越, 采用工艺技术先进可靠, 产品目前有一定的竞争力, 因此, 项目是可行的 主要技术经济指标 1-8

13 本工程主要技术经济指标参见表 表 主要技术经济指标 序号 项目名称 单位 数量 备注 一 生产规模甲醇装置 t/a 600,000 二 年操作时间 h 8000 三 产品及副产品 1 产品甲醇 t/a 600,000 2 副产品硫磺 t/a 1154 蒸汽 3.43MPa(A) t/h 133 蒸汽 0.43MPa(G) t/h 147 三 主要原料, 燃料 1 原料煤 t/a 原煤 2 燃料煤 t/a 原煤 3 石灰石 t/a 氧气 N m 3 /h 四 公用工程消耗 1 生活水 t/h 16 2 新鲜工业水 t/h 循环冷却水 t/h 电 kwh/h 自供 仪表空气 N m 3 /h 蒸汽 8.83MPa(A) t/h 五 总图运输总占地面积 10 4 m 六 总定员 人 637 七 建设期 年 3 八 三废排放量 1 废水 t/h 废气 万 Nm 3 /a 废渣 万 t/a 九 工程总投资 万元 建设投资 万元

14 2 建设期利息万元 流动资金万元 十年销售收入万元 十一工厂年总成本万元 十二平均年利润万元 平均税后利润万元 十三流转税金及附加万元 十四 所得税万元 财务评价指标 1 总投资收益率 % 13 2 投资回收期 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 所得税前年 8.12 包括建设期 所得税后年 9.06 包括建设期 3 财务净现值 所得税前万元 所得税后万元 所得税前内部收益率 % 15.4 所得税后内部收益率 % 盈亏平衡点 % 存在问题 基准折现 12% 基准折现 12% (1) 本工程工艺技术按专利商初步提供数据进行报告编制, 最后数 据及投资估算待在合同谈判后最终确定及调整 (2) 本报告选用煤种目前尚无供煤协议 ( 包括数量及价格 ), 因此需 要落实 因为 GE 煤气化技术需要比较稳定可靠的煤源, 最好是定矿 定点, 这样煤质稳定, 气化操作也会稳定 如果采用其他不同性质的 煤, 就会影响气化工艺正常操作运行 (3) 煤化工项目耗水量大, 因此, 要落实水的供应指标, 同时要考 虑节水措施 还要落实供水的水质全分析资料 (4) 本项目产品主要还要运到华东 华南等目标市场, 因此, 要进 一步落实铁路, 海运等问题 1-10

15 (5) 对渣的最后利用要进一步落实 1-11

16 2 产品市场及价格分析 2.1 市场供需分析 产品概述甲醇是重要的基础化工原料, 在化工产品中, 其产量仅次于乙烯 丙烯和苯, 居第四位 甲醇广泛用于有机中间体 医药 农药 染料 涂料 塑料 合成纤维 合成橡胶等其它化工生产中, 并还用作溶剂和工业及民用燃料等 由甲醇生产的下游产品达数百种, 主要衍生物有 : 甲醛 甲基叔丁基醚 醋酸 甲胺 二甲醚 甲酸甲酯 硫酸二甲酯 对苯二甲酸二甲酯 甲基丙烯酸甲酯 氯甲烷类 工业及民用燃料等 由甲醇出发制取丙烯 (MTP) 和甲醇制烯烃 (MTO) 目前也进入工业化阶段 目前甲醇汽油掺烧燃料在国内部分地区已经开始在较大范围内推广, 甲醇汽油 ( 如 M5 甲醇汽油, 即汽油中掺甲醇 5%) 作为汽车燃料的推广可以在一定程度上缓解我国原油短缺, 大量进口的压力 甲醇生产二甲醚作为民用燃料和车用燃料的研究 应用也取得了较大的进展 如果甲醇在汽油掺烧燃料领域的应用和生产二甲醚作为民用和车用替代燃料的应用得以快速普及和推广, 甲醇的需求量将会有质的飞跃 国内外市场供需情况 国外生产概况据美国 化学周刊 最新报道, 截至 2006 年底世界甲醇的总生产能力接近 4800 万吨,06 年总需求达 3680 万吨 世界甲醇生产主要集中在天然气资源比较丰富的地区, 如特立尼达 智利 新西兰 沙特和俄罗斯, 中国已成为世界甲醇主要生产地区, 中国甲醇主要以 2-1

17 煤炭为原料 其中亚太地区的生产能力为 1410 万吨 / 年, 约占世界总生产能力的 30%, 中东及非洲地区的生产能力为 1217 万吨 / 年, 约占总生产能力的 25%, 北美地区的生产能力仅为 60 万吨 / 年, 约占总生产能力的 1.2%, 南美地区的生产能力为 1256 万吨 / 年, 约占总生产能力的 26%, 世界其他地区的生产能力为 854 万吨 / 年, 约占世界总生产能力的 17.8% 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, 依次分布在亚太 中东及非洲 南美 北美等地区 产能增长速度较快的地区是中东和南美地区, 上述地区已经成为世界甲醇的重要生产基地 未来几年还将有大量产能陆续投产, 预计到 2010 年中东地区甲醇产能将翻一番, 中国产能到 2010 年也将翻番至 2120 万吨 / 年 甲醇制烯烃 (MTO/MTP) 和二甲醚 (DME) 将是未来驱动甲醇市场需求增长的主要动力, 而我国将是甲醇需求的重点地区 预计到 2010 年, 世界甲醇生产能力将达到约 6400 万吨,

18 年达到约 7200 万吨, 供应能力大于市场需求, 竞争将会加剧, 一些不具竞争力的小装置或原料价格较高地区的甲醇装置将关闭 根据未来甲醇装置建设趋势, 世界甲醇的生产中心正在向南美 沙特 伊朗和我国转移 ; 同时这些国家和地区甲醇产品的目标市场主要是针对亚太地区和我国 表 部分国外在建 拟建大型甲醇项目 国家 / 地区 公司名称 产能 ( 万吨 / 年 ) 投产时间 澳大利亚 GTL 资源公司 澳大利亚 澳大利亚公司 阿曼 阿曼甲醇公司 伊朗 石油化学公司 伊朗 国家石油公司 伊朗 伊朗 Kharq 石化公司 也门 也门石油公司等 165 卡塔尔 世界石油公司 396~ 卡塔尔 燃料添加剂公司 220 沙特阿拉伯拉齐公司 165 沙特阿拉伯 沙特甲醇公司 埃及 Echem 埃及 EATCO 198 尼日利亚 Viva 尼日利亚 Silicon 石油与天然气公司 165 马来西亚 国家石油公司 ~2008 日本 日本三菱天然气公司 挪威 挪威石油集团 世界最大甲醇生产厂家是 Methanex 公司, 其甲醇的生产能力占世界总量的 17% 左右, 生产装置分布在加拿大 智利 新西兰 泰国 多巴哥和美国等地 Methanex 公司基本不生产甲醇下游产品, 甲醇自用量很少, 其产品主要为外销, 该公司甲醇年贸易量占世界总贸易量的 40-50% 沙特基础工业公司(SABIC) 和日本三菱石化公司合 2-3

19 资的沙特甲醇公司 (Ar-Razi) 是世界第二大甲醇生产厂家, 占世界总生产能力的 6.9% 左右 其他分别为 Borden(3%) BMC(3%) Tomsk(3%) Gubakha(3%) 和 Edmonton(2%) 世界各地区甲醇生产能力分布见图 亚太中东及非洲北美南美其他地区 18% 30% 26% 1% 25% 图 世界甲醇生产能力分布图目前世界范围基本采用天然气为原料制取甲醇, 天然气价格对甲醇生产成本的影响较大 近年来美国等天然气价位较高的国家和地区的甲醇厂家纷纷关闭, 向天然气价格低廉的中东及中南美转移 世界甲醇生产以大型化为主,20 世纪 90 年代以来, 国外新建单套甲醇装置的规模一般为 万吨 / 年 近年来, 具有大量天然气储备而本国消费又很少的国家已经建立了世界级规模的甲醇生产装置 2004 年由 Methanex 公司和 BP 公司组建的合资企业 Atlas 公司的 170 万吨 / 年甲醇生产装置建成投产, 成为世界上产能最大的甲醇装置, 世界甲醇生产装置大型化的趋势越加明显 大型甲醇装置的建设将给原料成本较高的非经济规模企业带来压力, 从而推动甲醇行业重组和资源合理配置, 实现供需平衡 国外甲醇装置呈现三大特点 : 产能大于需求 装置向廉价原料基地转移, 以及装置大型化 2-4

20 未来世界范围内甲醇生产能力仍将有较大的增长, 特别是在天然气资源丰富的国家或地区, 充分利用当地廉价的油气资源, 将建设一系列超大型的甲醇生产装置 生产能力增长较快的地区主要集中在中南美 中东和亚洲, 而美国的生产能力将大幅下降, 西欧和东欧将维持现有水平的基础上也将逐渐缩减产能 目前世界在建及拟建的甲醇装置的产能已超过 1000 万吨 ( 不包括中国 ), 主要分布在中东等天然气资源比较丰富及价格较低的地区 预计 2010 年世界甲醇生产能力将达到 6200 万吨 ;2015 年世界甲醇产能将达到 7000 万吨 新增甲醇产能主要来自亚洲 中东和中南美地区 尽管甲醇作为碳一化工基石其市场前景比较乐观, 但市场风险依然存在, 特别是如果甲醇汽油市场推广进程受阻, 或甲醇制烯烃 (MTO/MTP) 等示范工程运行效果不理想均会导致甲醇产能严重过剩 国外消费及预测 1998 年全球甲醇产量 万吨, 消费量 万吨, 供求基本平衡 2003 年全世界甲醇总需求 2850 万吨,2006 年增至 4020 万吨 ; 预计 2010 年产能达 5099 万吨, 需求 4226 万吨 从世界各地区间产能 产量及消费量分布情况来看, 中南美 中东及加拿大是主要出口地区, 而美 西欧 日本则是主要进口地区 亚洲已经成为世界最大的甲醇消费地区, 消费量占世界总量的 34.2%; 其次是北美占 26.1%, 西欧占 22.0%, 中东占 6.6%, 中东欧占 6.0%, 中南美洲占 4.0%, 非洲占 0.7% 世界甲醇消费主要用于甲醛 MTBE 醋酸和其它衍生物的生产 ; 其消费构成为 : 甲醛占 35%,MTBE 占 21%, 醋酸占 10%, 甲烷氯化物占 4%, 溶剂 甲基丙烯酸甲酯和甲胺各占 3%, 其它占 21% 2-5

21 预计今后世界甲醇地区性供求不平衡情况将进一步加剧, 北美和西欧的甲醇缺口会进一步增大, 而亚洲甲醇缺口仍会存在, 但随着该地区新一轮甲醇装置的新建, 缺口将会有所降低 ; 甲醇过剩的地区, 尤其是中南美和中东地区随着大型甲醇的建设投产, 区域甲醇过剩会进一步加剧 预计 年, 由于亚洲地区经济发展迅速, 尤其是中国经济的高速发展, 亚洲地区的甲醇需求增长最快, 主要的需求增长点来自于二甲醚 甲醛 醋酸等下游产品 而美国 西欧等发达国家的甲醇市场已经成熟, 在传统领域的需求将保持低速增长或有一定程度的下降 2007 年中东 中南美 东欧仍是主要甲醇出口地区, 而亚洲 西欧和北美则是甲醇需求最多的地区 各国中以美国需求 Mt 为最多, 占全球总需求的 22.1%, 日本需求 Mt, 占全球 7.5% 并且全部靠进口 若按地区划分, 则亚洲对甲醇需求超过北美, 占全球需求总量的 30% 根据甲醇下游产品的需求, 预计 年间, 世界甲醇年均需求增长率 3.5%,2010 年世界甲醇需求量将达到 4000 万吨以上 ; 年世界甲醇年均需求增长率为 5.8%,2015 年世界甲醇需求量将达到 5300 万吨 表 世界甲醇生产消费情况表 ( 万吨 / 年 ) 年 份 生产能力 消费量 开工率 % 备 注

22 年份生产能力消费量开工率 % 备注 按 5% 增长计算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% 从总体来讲, 目前世界甲醇的供需基本平衡, 但不同地区情况各 异 根据目前的现状和今后的预测, 加拿大 拉丁美洲 东欧 中东 非洲 大洋洲这些国家和地区生产的甲醇供大于求, 是世界主要的出 口国或地区 ; 而美国 西欧 亚洲这些国家和地区生产的甲醇供不应 求, 主要依赖进口解决, 是主要的进口国或地区 国内生产概况 我国甲醇生产原料以煤为主, 中国甲醇生产主要集中在华南 华 东和华北地区, 所占比例分别为 27.11% 23.79% 和 16.63%,06 年和 07 年甲醇产量有了突破性的飞跃,2006 年累计产量为 万吨, 2007 年达到 万吨 国家发改委编制了 煤化工产业中长期发展规划 ( 初稿 ) 对煤 制甲醇替代能源的发展进行了规划布局 从中可知, 在 2010 年 2015 年和 2020 年甲醇年产分别达 1600 万吨 3800 万吨和 6600 万吨, 到 2020 年, 而以煤为原料制甲醇占甲醇总量的 94%, 煤制甲醇的规划 增长速度很大 表 ~2007 年全国甲醇产量 单位 : 万吨 2-7

23 年份 产能 产量 开工率 (%) 进口量 出口量 表观消费量 自给率 (%) 万吨 甲醇表观消费量甲醇产量 年度 2-8

24 表 年全国甲醇产量表 ( 分省市 ) 单位 : 吨 2-9

25 企业名称 表 国内部分在建 拟建甲醇项目 装置规模 ( 万吨 / 年 ) 中海油富岛化工公司 60 天然气 中海油富岛化工公司 113 天然气 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 原料路线及下游产品 大唐国际 ( 项目地内蒙古 ) 180 煤,46 万吨 / 年烯烃 内蒙古神华宝日希勒 180 煤 神华宁夏煤业集团公司 920 煤,83 万吨 / 年二甲醚, 282 万吨 / 年烯烃 新汶矿业集团 ( 新疆伊犁 ) 540 煤,180 万吨 / 年烯烃 云南省石化集团 / 新云维集团有限公司 250 煤 神华陶氏 300 煤,100 万吨 / 年烯烃 兖矿集团 ( 项目地陕西榆林 ) 230 煤,50 万吨 / 年烯烃 新奥集团 ( 项目地鄂尔多斯市 ) 240 煤,40 万吨 / 年二甲醚 神华集团 ( 项目地包头 ) 180 煤,60 万吨 / 年烯烃 平庄煤业 中国泽楷集团 180 煤 新疆广汇新能源有限公司 120 煤,80 万吨 / 年二甲醚 2006 年我国甲醇生产企业超过 200 家, 产能约为 880 万吨, 产 量达到 万吨, 装置平均开工率约为 95%, 自给率上升至 89.1% 目前我国甲醇装置能力中以煤为原料的约占 70%, 以天然气为原料 的约占 30% 表 年国内甲醇主要生产企业的生产情况 ( 万吨 ) 序号企业名称产量备注 1 榆林天然气化工有限责任公司 36.2 天然气 2 上海焦化有限公司 35.7 煤 3 泸天化 ( 集团 ) 有限责任公司 33.3 天然气 4 中国石化集团四川维尼纶厂 28.3 天然气和乙炔尾气 5 河南蓝天集团光山化工有限公司 23.9 天然气 6 兖矿国泰化工有限公司 23.4 煤 7 河南蓝天集团遂平化工厂 20.5 天然气 8 山西丰喜肥业 ( 集团 ) 股份有限公司 20.0 煤 9 大庆油田化工有限公司 19.6 天然气 10 山东省联盟化工集团有限公司 18.6 煤 2-10

26 序号 企业名称 产量 备注 11 陕西神木化学工业有限公司 18.4 煤 12 内蒙古苏里格天然气化工股份有限公司 18.0 天然气 13 河南蓝天集团有限公司 17.4 煤 14 湖北宜化集团有限责任公司 15.9 煤 15 中国天然气股份公司青海分公司 15.4 天然气 16 兖矿鲁南化肥厂 15.3 煤 由于国内甲醇市场发展较快, 进口量大, 利润高, 使投资者对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 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 万吨 / 年, 加上现有的约 880 万吨 / 年产能, 预计 2010 年国内甲醇的产能将达到 2000 万吨 估计 2015 年国内甲醇生产能力将达到 2410 万吨 国内消费及预测国内甲醇下游产品对甲醇需求增长迅速,2000 年国内甲醇表观消费量为 万吨,2006 年为 856 万吨,2007 年达到 1104 万吨 年期间甲醇产能年均增长率为 24.8%, 年均消费增长率为 18.9% 据石化协会的数据显示,2007 年, 我国共有甲醇生产企业 177 家, 产能合计 万吨 / 年, 而同期我国甲醇表观消费量为 万吨 2007 年全国甲醇实际产量为 万吨, 平均开工率为 65.7% 而据截至 2008 年 2 月的统计, 我国新建 拟建甲醇项目共 34 个 ( 不包括二甲醚 甲醇制烯烃企业自身配套的甲醇生产装置 ), 预计到 十一五 末期, 我国甲醇产能将达到 2600 万吨 / 年 ~3060 万吨 / 年, 而同期国内需求量的增长则存在不确定性 年国内甲醇供需情况见下表 : 表 国内甲醇供应及消费概况 ( 万吨 %) 2-11

27 年份 产量 进口量 出口量 表观消费量自给率 2000 年 年 年 年 年 年 年 年 目前甲醇主要下游产品有甲醛 醋酸 二甲醚 甲基叔丁基醚 (MTBE) 甲胺类 氯甲烷类 对苯二甲酸二甲酯 (DMT) 甲基丙烯酸甲酯 (MMA) 等, 上述产品又可生成各自的衍生物, 由甲醇出发生产的化工产品达数百种 甲醇还是一种重要的有机溶剂, 在合成燃料和汽油添加剂方面其消费量也很大 值得提及的是甲醇在许多潜在领域有着广阔的应用前景 : 甲醇可以作为清洁燃料代替汽油或与汽油掺混使用, 或经分子筛转化为汽油, 用作燃料电池车的能源, 是性能优良的能源和燃料 ; 甲醇燃料电池即将投入商业化运行 ; 用甲醇制取微生物蛋白作为饲料乃至食品添加剂, 国外已有工业化装置 ; 甲醇制烯烃 (MTO/MTP) 和二甲醚 (DME) 将是未来驱动甲醇市场需求增长的主要动力 2006 年国内甲醇最大的消费领域是甲醛, 约占总消费量的 42.1%, 其次是甲醇燃料 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 2006 年国内甲醇具体消费结构分析如下 : (1) 甲醛甲醇在高温及催化剂存在下直接氧化制得甲醛, 目前国内外 40% 以上的甲醇用于制甲醛 甲醛是重要的有机化工原料, 也是基础碳一化学品之一, 其化学性质活泼, 易于聚合, 是化学合成中重要的中间 2-12

28 体 甲醛主要用于制造热固性脲醛 酚醛和蜜胺甲醛树脂及其它氰胺甲醛树脂, 也是聚甲醛 维尼纶等各种合成材料的重要原料, 广泛应用于胶粘剂 涂料 塑料 炸药 染料以及医药 农药等众多化工及非化工领域中 2006 年国内甲醛产量约为超过 800 万吨 ( 以 37% 的甲醛溶液计 ), 消费甲醇约为 360 万吨, 占总消费量的 42.1% (2) 燃料甲醇是一种易燃液体, 燃烧性能好 辛烷值高 抗爆性好, 而且其发动机燃烧的尾气排放总体上优于汽油排放, 因此推动了甲醇代用汽油研究和推广 甲醇能以不同比例掺入汽油, 形成 M3-M5( 甲醇掺入比例 3%-5%) M10-25 M 的车用甲醇燃料 甲醇掺烧汽油, 在北美和西欧已合法化, 在我国也得以开发 近年来, 全国已有山西 河南 四川 重庆 江苏 黑龙江等 6 个省市在开发甲醇燃料车, 包括在载货车上的汽油中加入一定比例甲醇进行试验, 并取得了大量试验数据 虽然起步比较晚, 但势头猛, 进展快, 有的也已进入示范阶段 国内甲醇燃料没有统计数据, 根据 2006 年国内汽油消费 5300 万吨计算, 估计 2006 年国内甲醇作为燃料消费约为 140 万吨, 占甲醇总消耗量的 16.4% (3) 醋酸由甲醇和一氧化碳在低压下羰基合成制醋酸是化学工业的重大突破, 目前世界上已建成十几套大型甲醇羰基合成醋酸装置, 生产能力达 200 万吨, 占世界总醋酸生产能力的 50% 以上 醋酸是重要的有机原料, 其主要下游化工产品有醋酸乙烯 对苯二甲酸 醋酐 氯乙酸 醋酸酯 医药等, 广泛用于农药 医药 染料 涂料 合成纤维 塑料和粘结剂等行业 2-13

29 2006 年国内醋酸产量达 142 万吨, 其中甲醇羰基合成法约为 90 万吨, 消费甲醇约为 50 万吨, 占甲醇总消费量的 5.8% (4) 甲基叔丁基醚 MTBE MTBE 是一种良好的汽油添加剂, 其辛烷值高达 117, 与催化裂化 催化重整汽油调合后可使油品辛烷值大大提高, 并提高汽油含氧量, 从而降低 CO NO X 挥发性有机物如苯 醛 炔等毒性物质排放量 MTBE 是由甲醇和异丁烯反应制得的高辛烷值无铅汽油添加剂 从环保和发动机操作两方面考虑均被认为是汽油最好的改良剂, MTBE 工业因此得以高速发展,MTBE 被列入世界 50 种基本化工产品之一, 每吨 MTBE 约需消耗 0.4 吨甲醇, 因此可望成为今后甲醇大吨位的一级下游产品 国内 MTBE 投入规模化生产始于八十年代初, 其生产能力迅速增长 2006 年, 国内 MTBE 产量超过 180 万吨, 消费甲醇达到 50 万吨, 占甲醇总消费量的 5.8% (5) 二甲醚二甲醚有广泛的用途, 在气雾剂生产中, 以往所用的喷射剂主要是氟里昂等氟氯烃类, 由于氟里昂进入大气将导致大气臭氧层的破坏, 蒙特利尔公约 呼吁在气雾产品中停止使用氟氯烃, 随着全球范围内限制氟氯烃的使用, 二甲醚作为它的代用品其需要量将迅速增加 二甲醚是一种很有发展潜力的清洁燃料 未来二甲醚在民用燃料和车用燃料领域的应用前景十分看好 2006 年我国汽车销量超过 700 万辆, 汽车社会保有量约为 3500 万辆 二甲醚作为柴油替代燃料具有较好的市场前景 预计到 2010 年我国对 LPG 的需求量将超过 3000 万吨, 但国内 2-14

30 供应量仅为 2000 万吨, 缺口较大 若二甲醚替代工作进展顺利, 其用量相当可观 2006 年我国二甲醚产量超过 30 万吨, 消费甲醇约为 50 万吨, 占甲醇总消费量的 5.8% (6) 甲胺甲醇与氨在一定温度 压力下及催化剂存在下合成制得甲胺产品, 甲胺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 2006 年国内甲胺消费甲醇约 36 万吨, 占甲醇总消费量的 4.2% (7) 甲烷氯化物甲烷氯化物主要用于有机硅单体原料 HCFC-22 溶剂 清洗剂 三醋酸纤维素 以及 CFC-11 CFC-12 等的生产 十五 期间, 我国甲烷氯化物生产和消费得以迅速发展, 特别是一氯甲烷作为有机硅单体原料和含氟树脂的原料 二氯甲烷作为溶剂和清洗剂 医药原料及硅片生产 三氯甲烷为氟氯烃 HCFC-22 的原料, 都有较大的发展 2006 年国内新投产的 20 万吨甲烷氯化物产能全部采用甲醇法工艺, 预计今后我国新建甲烷氯化物装置全部采用甲醇路线, 对甲醇的需求将不断增长 2006 年国内甲烷氯化物装置能力已超过 100 万吨, 主要采用甲醇法工艺, 共消费甲醇约 17 万吨, 占甲醇总消费量的 2% (8) 医药 农药 溶剂领域甲醇除在甲醇衍生物领域应用广泛, 在医药 农药 溶剂等行业也有大量的应用,2006 年医药 农药和溶剂领域分别消费甲醇 55 万吨 22 万吨和 36 万吨, 分别占全年甲醇总消费量的 6.4% 2.6% 和 4.2% (9) 其它甲醇在有机合成中的应用十分广泛, 除了上述主要甲醇衍生物外, 还应用于对苯二甲酸二甲酯 聚乙烯醇 甲基丙烯酸甲酯 硫酸 2-15

31 二甲酯 碳酸二甲酯 二元醇醚 二甲苯酚 溴甲烷等一系列产品的生产,2006 年这些领域消费甲醇约 40 万吨左右, 占甲醇总消费量的 4.7% 综上所述, 国内 2006 年共消费甲醇 856 万吨 具体见下表 : 表 年我国甲醇的消费现状及预测 ( 万吨 ) 消费领域 2006 年 2010 年消费量比例消费量比例 甲醛 % % 燃料 % % 醋酸 % % MTBE % % 二甲醚 % % 甲胺 % % 甲烷氯化物 % % 医药 % % 农药 % % 溶剂 % % 其它 % % 合计 % % 国内进出口分析近年国内甲醇供应呈逐年递增趋势, 甲醇进口量自 2002 年有所下降, 甲醇出口基本保持逐年递增趋势 具体如下 : 表 近年我国甲醇进出口概况 ( 万吨 ) 年份 进口量 出口量 净进口 2000 年 年 年 年 年

32 2005 年 年 产品价格分析及预测 国外价格分析国际市场甲醇价格的波动不仅随着市场需求而变化, 也与原油 天然气等能源的价格走向有着密切的关联 2004 年以来国际原油价格跌宕起伏, 不断刷新历史记录, 带动国际市场甲醇价格处于高位 年国际甲醇市场价格如下表 : 表 年国际甲醇市场价格 年份 布伦特原油价格 ( 美元 / 桶 ) 国际市场价格 ( 美元 / 吨 ) 2000 年 年 年 年 年 年 年 分析近期国际市场原油 天然气价格的走势, 短期内原油 天然气价格难以有较大的下降 但国际市场甲醇价格可能随着中东 中南美等天然气资源丰富地区新增产能陆续投产开始回落 截至 2007 年 5 月, 国际甲醇市场涨跌互现 亚洲甲醇市场东南亚走弱, 远东地区价格稳中有涨 美国甲醇市场需求较为稳定, 价格行情没有明显变化, 维持前期水平 虽然 2006 年新增产能较大, 但由于各供应商已经为产品做了下游需求的准备, 故 2007 年没有出现供过于求的现象 国内价格分析国内甲醇价格受国际市场价格的影响, 同时受国内甲醇装置的技术水平 经济规模 供求关系的影响 近年来国内外甲醇市场价格变化较大,2003 年以来, 随着世界原油市场的大幅上涨, 国内甲醇价 2-17

33 格也一路上扬,2003 年 2004 年和 2005 年甲醇市场价格基本保持在 元 / 吨之间波动 2006 年, 尽管国际油价开始回落, 国内供应量也大幅增加, 但国内市场需求旺盛, 甲醇价格仍处于一个相对较高的水平 年国内甲醇市场价格如下表 : 表 年国内甲醇市场价格 ( 元 / 吨 ) 年份 市场价格 预计未来两年国内甲醇仍将处于相对高位, 但是随着国内新建甲醇装置产能将在 2008 年左右形成, 未来国内甲醇的价格将主要受供求关系的影响, 预计 2008 年国内甲醇将呈现供大于求的局面, 届时将会导致甲醇价格的下降 纵观 2007 年甲醇整体价格走势, 上半年基本呈回落态势, 大部分工厂售价跌至成本线水平, 而至下半年, 醇醚燃料需求的异军突起, 加上外盘行情的历史性上扬, 甲醇价格持续上扬至 11 月底, 且最高点价格较去年有过之而无不及 单位 : 元 / 吨 Jan- 07 Feb- 07 Mar- 07 Apr- 07 May- 07 Jun- 07 Jul- 07 Aug- 07 Sep- 07 Oct- 07 Nov- 07 Dec- 07 华东出罐 华东送到 图 年华东地区甲醇市场价格 ( 元 / 吨 ) 2-18

34 单位 : 元 / 吨 Jan- 07 Feb- 07 Mar- 07 Apr- 07 May- 07 Jun- 07 Jul- 07 Aug- 07 Sep- 07 Oct- 07 Nov- 07 Dec- 07 华南出罐 华南送到 图 年华南地区甲醇市场价格 ( 元 / 吨 ) 单位 : 元 / 吨 Jan- 07 Feb- 07 Mar- 07 Apr- 07 May- 07 Jun- 07 Jul- 07 Aug- 07 Sep- 07 Oct- 07 Nov- 07 Dec- 07 华北东北西北 图 年华北 东北 西北地区甲醇市场价格 ( 元 / 吨 ) 表 年 1-3 月国内甲醇价格表 品目 / 地区 华东江苏浙江 华南 华北 东北 3 月甲醇 月甲醇 月甲醇 根据甲醇的供求状况以及过去历年的价格变化趋势, 以及国际原油价格走势分析, 我国近两年半甲醇进口平均价格 美元, 折算成完税价格为 3366 元人民币, 其中关税 5.5%, 增值税 17%, 汇率

35 国内市场近两年半的市场价格 3163 本项目测算甲醇产品价格按 2900 元 / 吨计 2.3 甲醇目标市场及竞争力分析 目标市场目前我国甲醇消费的主要地区是华东和华南地区, 上述地区也是我国甲醛 MTBE 丙烯酸酯和醋酸等下游产品生产的集中地 2006 年, 我国甲醇进口总量中, 江苏省进口比例占 62.28%, 广东省所占比例为 28.28%, 福建省比例为 4.11%, 浙江省比例为 3.34% 所有进口基本上全部集中在华东和华南地区, 进口结构也在一定程度上反映了我国甲醇消费的地区分布 根据国内市场的需求情况, 本项目生产的甲醇主要销往华东和华南地区 同时, 根据园区发展规划, 今后甲醇将用于制烯烃或甲醇汽油 华东 华南是我国经济发达地区, 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 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 竞争力分析我国甲醇生产企业中, 成本高的超过了 2000 元 / 吨, 低的 950 多元 / 吨, 大多数为 1500 元 / 吨左右 据测算, 以天然气 煤为原料生产甲醇, 其相对成本比为 100: 140 国内天然气产地天然气气价已超过 0.7 元 / 立方米, 而国外产地价约为 0.15 元 / 立方米, 使国内以天然气生产的甲醇无法与进口天然气甲醇相抗衡 但我国煤炭资源丰富, 本项目以煤为原料制得的甲醇, 提供了产品的竞争力 2-20

36 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较大缺口本项目甲醇产品以华东和华南为目标市场, 满足该地区市场需求, 替代进口产品, 因此, 甲醇市场的主要竞争对手是进口货 根据本项目经济分析, 甲醇不含税完全成本价 1892 元 / 吨, 加上 15% 的利润率,17% 的增值税和到达华东 华南铁路运费, 与当地近两年半进口甲醇完税价格相比, 还有一些盈利空间, 见表 表 本项目甲醇产品价格与进口完税价格比较 单位 : 元 / 吨 市场产品总成本利润率增值税 铁路 运费 目标市 场价格 进口完 税价格 差价 华东 甲醇 % 17% 华南 甲醇 % 17% 注 : 进口价格为近两年半进口平均价格 (CIF) 的完税价格 如以国内近 5 年半的平均价格 2956 元 / 吨及进口近 5 年半的进口完税平均价格 2461 元 / 吨相比, 本项目就没有什么盈利 2-21

37 3 产品方案及生产规模 3.1 产品方案 概述本工程的最终产品是甲醇, 副产品硫磺 根据国内市场需求情况, 本工程生产的甲醇主要销往华东和华南地区 同时, 根据园区发展规划, 今后甲醇将用于制烯烃或甲醇汽油 因此根据总体规划及分步实施要求,60 万吨 / 年甲醇生产装置是泛海 180 万吨 / 年煤制甲醇 ( 一期工程 ) 的一期工程, 同时在总图上预留二期的 120 万吨 / 年规模的甲醇生产装置的位置 工厂操作时间为 8000 hr/a, 产量 :60 万吨 / 年甲醇 ( 优等品 ) 产品方案产品 : 甲醇 60 万吨 / 年 副产品 : 硫磺 1154 吨 / 年 3.2 生产规模 甲醇装置 60 万吨 / 年甲醇 空分装置 N m 3 /h O 2 气 3.3 产品规格 (1) 甲醇 产品甲醇质量符合符合美国联邦 AA 级标准 表 甲醇规格 项目 单位 规格 分析方法 纯度 ( 平均 ) % wt min IMPCA 羰基化合物含量 ( 以丙酮计 ) % wt max ASTM E 游离酸 ( 以乙酸计 ) % wt max 外观 3-1 无乳白色悬浮物和沉淀 ASTM D IMPCA 03-98

38 项目 单位 规格 分析方法 蒸发残渣 颜色 铂 - 钴号 max 30 ASTM E 色度 铂 - 钴号 max 5 ASTM D 沸程 (760mmHg) max 1.0 (64.6 ± 0.1 ) ASTM D 乙醇 % wt max IMPCA 不挥发物 mg/100ml max 10 ASTM D-1353 气味 无特殊气味 ASTM D 高锰酸钾试验 30 分钟不变色 ASTM 比重 (20/20 ) max ASTM D-4052 水 % wt max 0.1 ASTM E 附加规格 : 项目 单位 规格 分析方法 总碱金属 (Na K) ppb wt < 60 AAS 三甲胺 (TMA) ppb wt < 50 ASTM E 总硫化物 ppm wt < 0.5 ASTM D (2) 硫磺 ( 副产品 ) 硫磺产品符合中华人民共和国国家标准 (GB/T ) 优等 品指标 项目 表 国家标准 (GB/T 标准 ) 技术指标 优等品一级品合格品 硫 (S) 的质量分数 / % 水分的质量分数 / % ( 固体硫磺 ) 灰分的质量分数 / % 酸度的质量分数 [ 以硫酸 H2SO4 计 ] / % 有机物的质量分数 / % 砷 (As) 的质量分数 / % 铁 (Fe) 的质量分数 / %

39 4 工艺技术方案 4.1 工艺技术方案的选择 气化工艺技术目前世界上以煤为原料, 用氧气及水 / 蒸汽作为气化剂制造以 CO+H 2 为主要有用成分的煤气, 再进一步生产甲醇的工业化的气化工艺技术, 有移动床 流化床和气流床三类 现分别介绍其具有商业化业绩的煤气化方法如下 : 移动床 ( 又称固定床 ) 该气化技术采用气体与块煤逆流接触模式, 块煤向下移动, 反应温度在 之间, 常用的有 UGI 间歇气化 鲁奇 (Lurgi) 加压气化及 BGL 气化技术 (1)UGI 间歇气化在常压下操作, 以块状优质无烟煤或焦炭为原料, 先用空气吹入燃烧煤炭层, 使其升温后, 再送入蒸汽反应生成 CO+H 2, 间断制气, 由于吹风阶段放出的吹风气和造气废水对环境造成严重污染, 且单炉产气量少, 仅在我国中小型合成氨厂 ( 含小型甲醇 联醇厂 ) 中采用 此造气技术在国外早已被淘汰 ; 基于环境污染问题国内新项目也禁用此造气技术 (2) 鲁奇气化在加压下采用 5~50 毫米的块状褐煤为原料, 以氧气及水蒸汽作为气化剂 此气化技术虽可连续加压气化, 但气化温度仅 ~900, 生成的粗煤气中含有大量甲烷, 此气体用作城市煤气比较适合 用于 4-1

40 制合成氨, 则在流程中经液氮洗涤后放出的大量甲烷馏份还要进行蒸汽转化及变换后才能作原料气使用 因而流程复杂, 加以因气化温度低, 造气系统洗涤下来的废水中, 含有大量的有机杂质 酚和氰等毒害物质, 要回收及处理, 但此处理难于达到环保要求, 且又增加了生产成本 我国在 70 年代, 引进过一套日产千吨的氨厂, 采用此气化技术 ; 哈尔滨气化厂也引进过此气化技术联产城市煤气和甲醇 此法引进后未获推广 (3)BGL 气化 BGL 技术由英国煤气公司和鲁奇公司于二十世纪七十年代联合开发, 开发出一种新炉型 (BGL 气化炉 ),BGL 块煤 / 碎煤熔渣气化技术结合了熔渣气化和移动床加压气化技术的优点并克服了二者的不足, 将鲁奇炉固态排渣改为熔融排渣, 同时提高了气化反应温度, 提高了块煤中粉煤的利用率, 气化效率和气体成分有了很大改进, 废水排放量及组分减少, 污染问题也有所改善 现有一台工业示范炉在德国黑水泵厂运行, 用于处理城市垃圾, 所用原料为各种城市垃圾 废塑料和烟煤 流化床流化床的气化过程中, 物料混合均匀, 温度均一 值得一提的是, 1986 年初在德国 Berrenrath 地方建成的高温温克勒炉, 气化反应压力 1.0 MPaG, 温度 , 粗煤气产量 Nm 3 /h 我国山西煤化所开发的灰熔聚流化床工艺, 在流化床气化炉底部设计了中心射流管和环管 通过中心射流管进入的高浓度氧形成局部 4-2

41 高温使灰熔聚成球排出, 此气化工艺尚未有大型工业化装置建成 气流床国内大型煤气化装置一般采用气流床煤气化的技术, 主要有水煤浆气化和粉煤气化技术 粉煤气化技术包括壳牌 (Shell) 的多喷嘴干煤粉气化技术 GSP 气化技术及 PRENFLO 等几种 水煤浆气化技术有 GE( 德士古 ) 的单喷嘴水煤浆气化技术 华东理工大学的多喷嘴水煤浆气化技术 西北化工研究院的单喷嘴多元料浆气化技术 粉煤气化技术 (1) 壳牌干煤粉加压气化法 ( 荷兰 Shell,SCGP 气化技术 ) SCGP 气化技术是荷兰 Shell 公司多年开发的一种先进的气化技术, 是第二代煤气化工艺之一 该工艺采用纯氧 蒸汽气化, 干煤粉进料, 气化温度达 1400~1600, 碳转化率达 99%, 有效气体 (CO+H 2 ) 达 90% 以上, 液态排渣 出气化炉的合成气温度 , 用循环气体激冷冷却至 900 然后进入一个合成气冷却器( 即废锅 ) 进一步冷却, 同时产生中压过热蒸汽, 炉子采用了特殊的水冷壁结构 SHELL 气化炉为立式圆筒形气化炉, 炉膛周围安装有由沸水冷却管组成的膜式水冷壁, 其内壁衬有耐热涂层, 气化时熔融灰渣在水冷壁内壁涂层上形成液膜, 沿壁顺流而下进行分离, 采用以渣抗渣的办法, 基本解决了高温耐火材料损坏严重和检修频繁的难题 水冷壁与简体外壳之间留有环形空间, 便于输入集水管和输出集汽管的布置, 便于水冷壁的检查和维修 ; 环形空间内充满 温度的有压合成气 炉体设有对称的四个煤粉烧嘴, 由于有特殊的水冷壁作气 4-3

42 化炉的内衬, 喷嘴寿命长, 壳牌 (Shell) 公司认为炉子寿命可达 20 年以上 烧嘴使用寿命保证期为一年 (8000 小时以上 ), 美国休斯顿示范厂烧嘴使用寿命据说已达 9500 小时以上 Shell 公司 SCGP 气化技术特点是 : (A) 采用干粉气化因而氧耗较低, 与水煤浆相比可减少约为 15% (B) 对煤种的适应性比较广泛, 对煤的性质如 : 粒度 结焦性 灰分 水分 硫分 氧分等含量均不敏感, 对煤的灰熔点适应范围也比其他气化工艺较宽, 拓宽了适应制取合成气原料煤的煤种 (C) 气化温度高, 一般在 1400~1600, 碳转化率高达 99%, 煤气中甲烷含量极少, 不含重烃,CO+H 2 达 90% 以上 (D) 单台气化炉处理煤量较大 (2000 吨 / 日 ), 气化炉设有 4~6 个烧嘴, 对生产负荷调节更为灵活 据 Shell 专利商介绍, 烧嘴保证寿命可连续运行 8000 小时, 国外实际生产装置已达到连续运行 9500 小时 (E) 气化炉采用水冷壁结构, 无耐火砖衬里, 维修工作量小, 有利于长周期运行 (F) 热效率高, 冷煤气效率达到 78~83%, 其余 ~15% 副产高压或中压蒸汽, 总的原料煤的热效率高 (G) 对环境影响较小, 系统排出的融渣和飞灰含碳低, 可作为水泥等建筑材料, 气化污水不含焦油 酚等物质 Shell 气化技术存在的缺点是 : (A) 此气化方法后续的变换装置需补加高压蒸汽, 气化所副产蒸汽的相当部分要加入到后边的变换工序 ; 同时原料煤粉干燥也耗能 ; 这些都降低了其经济性 4-4

43 (B)SHELL 气化炉 ( 带废锅 ), 结构复杂庞大, 气化框架高, 装置建设周期长于水煤浆气化一年左右 (C) 同等规模的煤气化装置 ( 以日处理 1000 吨煤计 ) 投资较水煤浆气化投资高出 2 倍以上 目前世界上最早的一套投煤量为 2000 吨 / 日 操作压力为 2.5 MPa 的大型工业气化装置在荷兰建成 从 1993 年开始, 在荷兰 Buggenum 运行, 所产煤气用于驱动燃气透平发电, 发电量为 250 MW 国内已有岳阳 双环 神华 大唐等 19 套装置, 采用此法生产合成氨 甲醇或制氢, 但自 2006 年双环厂首次开车后, 其它厂均已先后投料试运行, 但各气化装置开车均不正常, 开开停停, 各厂平均开工率在 45% 左右, 缺少成功的生产管理实践经验 据了解, 开工率低的原因主要是 : (A)SHELL 大部分装置是单炉无备用 (B) 荷兰工业气化装置是仅用于驱动燃气透平发电, 气化压力低 而气化 ( 废锅 ) 工艺流程长而复杂 其煤气参数与化工用煤气有差距, 缺乏成熟的 用于化工生产的生产实践 (C) 不同煤质没有进行试烧 (D) 相应工程配套完善性 设计和操作经验均不足等多种因素 (2)GSP 气化技术 GSP 粉煤气化工艺技术是 20 世纪 70 年代末, 由德国未来能源公司开发并投入商业化运行的大中型煤气化技术 与其他同类气化技术相比, 该技术因采用气化炉顶干粉加料与反应室周围水冷壁结构, 因而在气化炉结构以及工艺流程上有其先进之处, 但工业化经验比较 4-5

44 少 2005 年 1 月, 宁夏煤业集团组织专家对德国未来能源公司的中试装置及黑水泵厂投煤量 720 吨 / 日的工业装置进行了考察 宁夏煤业集团随后于今年 2 月份与瑞士 SUSTEC 公司 ( 德国未来能源公司的母公司 ) 就 GSP 干煤粉气化技术, 在北京经济技术开发区组建了合资公司 北京索斯泰克煤气化技术有限公司 ( 该公司 2007 年已为西门子公司收购 ), 负责在中国范围内推广及销售此项煤气化技术 合资公司在宁夏投资建设的煤基 21 万吨 / 年二甲醚工程中, 采用了两台投煤量为 2000 吨 / 日的 GSP 气化炉系统, 中外双方共同承担此气化技术放大的技术风险, 该工程不久将开展设计工作 GSP 煤气化技术特点 : (A) 原料煤适应范围宽,GSP 气化对煤质要求不苛刻, 粒度 250~ 500μm, 灰份 1%~20%(wt%), 灰熔点 1100~1500, 灰熔点高于 1500 的煤, 从经济角度考虑应加入助溶剂 130MW 的工业装置实现了灰熔点高达 1450 的褐煤气化工业应用 (B) 干粉气化, 有效气体 (CO+H 2 ) 含量高达 91% 以上, 碳转化率高, 一般为 ~99% (C) 单位有效气体氧气消耗低, 比水煤浆气化氧耗低约为 15% (D) 水冷壁结构, 即所谓的 以渣抗渣 的结构 采用四根 (130MW) 螺旋盘管, 其外径仅比气化炉 ( 受压筒体内径 ) 小约 50mm, 水冷管的直径约 80~90mm, 水冷壁上焊有抓钉, 水冷壁内壁涂有 SiC 耐火材料, 水冷壁与筒体之间间隙用惰性气体或冷煤气填充 水冷壁及外壳材料均为碳钢 GSP 气化炉采用水冷壁结构, 避免了因高温 溶渣腐蚀及开停车产生应力对耐火材料的破坏而导致气化炉无法长周期运行 由于不需要耐火砖绝热层, 而且炉内没有传动设备, 所以运转周期长, 可单炉 4-6

45 运行, 不需要备用炉, 可靠性高 根据专利商介绍, 气化炉的水冷壁使用寿命可以超过 10 年 (E) 喷嘴火焰温度约 1800~2200, 平均停留时间约 10s, 反应速率高, 因而气化装置的生产能力大, 单台气化炉日处理煤量目前设计可达 2000 吨 (F) 气化炉原料从炉顶部喷入, 采用单喷嘴, 四层喷料结构 (130MW 的工业装置 ), 每层之间用水冷 喷头尖端部分为特殊材料, 其余部分为普通不锈钢 用 100m/s 的高速氧 + 蒸汽旋转式将 10m/s 左右粉煤喷入炉内, 使煤均匀混合 燃烧 气化, 碳转化率达 99% (G)GSP 供料系统采用 400kg/m 3 惰性气体密相气流输送, 合格粉煤经煤锁仓三管并流进料, 每根进料管都设有固体物料 ( 固 气混合 ) 的流量计 密度计 用通过的粉煤供入量调节入炉氧气和蒸汽量 供料系统安全可靠 气化炉温度主要根据气化室与激冷室的压差变化来调节控制 正常情况下其压差为 20~30mbar(200~300H 2 O) (H) 气化炉点火升温迅速, 负荷弹性可在 70%~110% 运行 气化炉设有专门的点火喷嘴, 采用电点火 该喷嘴在正常操作时以低负荷保持点燃状态, 可用气化炉自产煤气 (I) 采用激冷流程, 高温煤气在激冷室上部用若干水喷头将煤气激冷至 200 左右, 然后用文丘里除尘器将煤气含尘量降低到 1mg/m 3 以下 这种工艺技术简单, 设备及运行费用较低 除喷嘴和水冷壁 部分阀门 特殊仪表外绝大部分设备可国产化 高温气体采用激冷流程冷却后得到高水汽比的粗合成气, 满足后续变换反应的需要, 简化了流程设计 GSP 干煤粉进料气流床气化装置, 具有煤种适用范围广 氧耗量低 碳转化率高等优点, 其炉型结构简单, 喷嘴 炉体使用寿命长, 4-7

46 单炉投煤量大等优点, 这是由于该技术融合了 Shell 和 Texaco 气化技术的优点, 克服了他们的缺点, 目前已广泛引起了业界人士的关注 但由于 GSP 煤气化技术目前无制合成气的工业生产实践, 一些工程设计问题尚待解决, 因此一些原拟采用 GSP 煤气化技术的企业改用其它气化技术 ( 如淮化集团改用 GE(Texaco) 煤气化技术 (3)(PRENFLO) 粉煤气化工艺德国克鲁伯 - 考柏斯公司与谢尔国际石油公司合作, 在常压粉煤气化工艺基础上开发了加压粉煤气化工艺 ( 加压 K-T 炉 ) 在 1981 年以后, 克鲁伯 - 考柏斯公司对该工艺又单独进行了开发, 称为 (PRENFLO) 工艺 1986~1992 年在德国菲斯滕堡建立该工厂的示范厂, 取得了成功 ;1992 年在西班牙建设了采用该工艺气化技术的联合循环发电装置 (IGCC), 该装置目前正在进行商业化运行 由于是用于发电, 目前该工艺为干煤粉气化 + 废锅流程 目前德国伍德公司着手改废锅工艺流程为激冷流程 (4)GE(Texaco) 水煤浆加压气化 GE 气化技术, 原为 Texaco 水煤浆气化技术, 现被 GE 公司收购, 故称为 GE 气化技术 GE 水煤浆加压气化采用水煤浆进料 纯氧气化, 是国内外经实践考验成熟 先进的气化工艺 该工艺由 Texaco 公司开发的, 属气流床加压气化法 是将煤 ( 和 / 或石油焦 ) 磨成水煤 ( 焦 ) 浆, 掺入添加剂 助熔剂等形成粘度为 CP, 煤 ( 焦 ) 浆浓度为 60-70%wt 的浆状流体, 经加压后送入喷嘴, 与纯氧一起经喷嘴喷入气化炉进行燃烧和部分氧化反应, 气化反应温度为 炉子上部气化生成的热粗煤气, 经用水激冷后, 煤气被水蒸汽饱和并冷却, 煤渣积存在气化炉底部水浴中间歇排出 GE 气化技术气化技术有激冷流程和废锅流程, 目前国内运行 4-8

47 的绝大多数都采用激冷流程该气化技术的特点是 : (A) 煤种适应性较广, 年轻烟煤 粉煤皆可作原料, 灰融点要求不超过 1350, 煤可磨性和成浆性好, 制得煤浆浓度要高于 60% 为宜 (B) 气化压力范围大, 从 2.5~8.7MPa 皆有工业化装置, 以 4.0MPa 较为普遍, 气化压力高可节省合成气压缩功 (C) 气化炉热量利用充分, 由激冷工艺制得含蒸汽量高的合成气, 如用于生产合成氨和甲醇, 在变换工序不需再外加蒸汽, 也可采用废锅流程回收热量副产高压蒸汽, 但废锅设备价格较高, 可根据工艺要求择优选用 (D) 气化炉内无传动装置, 结构比较简单 (E) 单位体积产气量大, 一台直径 3200mm,6.5MPa 气化炉所产气体, 可日产甲醇 900 吨 (F) 气化指标较为先进, 产品气中有效气成分高,CO+H 2 80%, 是碳一化学较合适的合成原料气, 可用来生产合成氨 甲醇 制氢 羟基合成原料气, 用途广泛 (G) 碳转化率高, 一般在 96%~98%, 冷煤气效率约为 70~76% (H) 对环境影响较小 因高温气化, 气体中含甲烷很低 (CH 4 0.1%), 不含烯烃及高级烃 气化过程不产生焦油 萘 酚等污染物, 气化废水经过污水治理后可实现低污染排放 高温排出的融渣, 冷却固化后可用于建筑材料, 填埋时对环境也无影响 (I) 水煤浆气化技术设备国产化率高, 国内技术及制造水平支撑高 Texaco 气化工艺国内积累了大量的经验, 主要设备可以国产化, 只引进烧嘴 煤浆泵等少量设备, 因此投资相对省 同时设备制造 安装和工程实施周期短, 开车运行经验丰富, 达标达产时间短 4-9

48 由于采用水煤浆进料, 大量水分要在气化炉中气化, 因而煤耗及氧耗均较高, 碳转化率为 96-97%, 有效气体 (CO+H 2 ) 为 80-82%, 略逊于 Shell 气化 在煤种适应性上, 一般推荐采用灰熔点 t 3 <1350, 因而受到了一定限制 水煤浆气化对煤质要求 : (A)Texaco 水煤浆气化对煤质适应性较广 除内水含量高的褐煤 泥煤及热值低于 22940kJ/kg, 灰熔点高于 1350 的煤不太适用外, 其他粘结性煤, 含灰量较高的煤, 石油焦, 烟煤均可作原料 ;GE 公司认为内水含量较低的褐煤经处理后也可作 Texaco 水煤浆气化原料, 但尚需要进一步试验验证, 还要做工作 (B) 煤中灰含量对消耗指标的影响, 与其它各种煤气化工艺一样, 煤中的灰含量增加会增加氧气的消耗, 同时也增加 (CO+H 2 ) 气体的煤消耗量, 一般煤中灰含量从 20%(wt) 降到 6%(wt), 可节省 5% 无灰干基煤消耗, 节省氧气消耗 10% 左右 (C) 煤的灰熔点, 鉴于炉内耐火材料承受耐高温的限制, 要求煤的灰熔点 T 3 不要超过 1350, 如果煤的性质较好, 而灰熔点较高一些, 可采取加助熔剂如石灰石, 石灰粉等把灰熔点降下来, 以保护炉内耐火材料并延长其使用寿命 (D) 煤的可磨性, 煤的可磨性是指煤可磨碎的难易程度, 通常用哈氏指数 (Hardgrove Index) 来表示 一般希望哈氏指数大, 这样的煤磨煤所消耗的功就小, 可节省能量 (E) 煤的成浆性, 水煤浆气化炉是将煤制成煤浆送入气化炉, 故对煤的成浆性很重要, 在选用原料煤时除正常工业分析, 一定要进行成浆试验, 制成煤浆浓度最好在 60% 以上 浓度越高, 耗氧量越少, 煤浆浓度在 65% 左右为宜 4-10

49 水煤浆气化的三种不同流程 : 根据气化后工序加工不同产品的要求, 加压水煤浆气化有三种工 艺流程 : 激冷流程, 废锅流程和废锅激冷联合流程 对于合成氨 制 氢生产多采用激冷流程, 这样气化炉出来的粗煤气, 直接用水激冷, 被激冷后的粗煤气含有较多水蒸气, 可直接送入变换系统而不需再补 加蒸汽, 因无废锅投资较少 如对产品气用作燃气透平循环联合发电 工程则多采用废锅流程, 副产高压蒸汽用于蒸汽透平发电机组 对产 品气用作羰基合成气并生产甲醇仅需要对粗煤气进行部分变换, 通常 采用废锅和激冷联合流程 亦称半废锅流程即从气化炉出来粗煤气经 辐射废锅冷却到 700 左右, 然后用水激冷到所需要的温度, 使粗煤 气显热产生的蒸汽能满足后工序部分变换的要求 但由于废锅投资太 大, 实际还是采用激冷流程 气化炉内一层抗氧化和耐腐蚀的耐火砖衬里, 使用寿命为一年, 耐火砖衬里已国产化 ; 气化炉喷嘴由于高温雾化煤浆磨蚀 要定期进 行修复, 故需要有备用气化炉 全世界共有十几套气化压力为 MPaG 的德士古煤气化装 置在运行, 大部分在中国 中国国内多家企业采用此气化技术, 有多 年成功的生产管理实践经验 表 世界水煤浆气化装置一览表 气化炉台气化炉投煤量废热回备注工厂名称数 ( 生产压力工厂产品 /(t/d) 收投产时间 + 备用 ) /MPa 伊斯曼 (TEC) 激冷甲醇 醋酐 1983 年美国冷水工程废锅激 1995 年停 发电 (e.w) 美国冷运宇部氨厂 激冷合成氨 1984 年 (UBE) 日本 SAR 厂 ( 德国合成气 废锅 1986 年鲁尔化学公氢气 4-11

50 司 ) 瑞典尼那斯厂 (Stockholm) 美国 ELDORADO 美国农地 美 TAMPA 鲁南化肥厂 国 激冷 石油焦 166 石油焦 废锅 激冷 上海焦化厂 激冷 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 合成氨甲醇燃气发电蒸汽 硝酸 / 尿素 联合循环发电合成氨甲醇甲醇城市煤气 1989 年 1997 年 2000 年 1997 年 1993 年 2000 年 1995 年 渭河化肥厂 激冷合成氨 1996 年 淮南化工总厂 激冷合成氨 1999 年 浩良河化肥厂激冷 2004 年 南京金陵化工总厂淮南化工总厂二期上海焦化厂二期 石油焦 / 煤 激冷合成氨 2005 年 激冷甲醇在建 激冷甲醇在建 渭河化肥厂 6.5 激冷甲醇在建 宁夏煤业废锅甲醇在建 山东华鲁恒升 激冷 合成氨甲醇 神华 (MTO) 甲醇在建 我国煤气化技术科研人员经过多年努力研究, 开发出了具有中国知识产权的煤气化技术 主要有华东理工大学开发的 多喷嘴撞击流水煤浆气化技术 和中国国内西北化工研究院开发的 多元料浆气化技术 (5) 多喷嘴对置式水煤浆气化技术该技术是由华东理工大学和兖矿集团共同开发, 具有完全自主知 4-12

51 识产权, 已授权 16 项发明专利 11 项实用新型专利 经过二十多年的不懈奋斗与研究, 目前, 本项技术已经成熟, 工艺指标先进, 易于大规模化, 正处于进入市场的关键时期多喷嘴对置式水煤浆气化技术在国际上与 GE Shell Siemens 的煤气化技术并驾齐驱, 引起了国际煤气化领域的关注 与国外水煤浆气化技术相比, 其技术特点和优势在于 : (A) 多喷嘴对置式气化炉和新型预膜式喷嘴的气化效率高, 技术指标先进 与采用国外水煤浆气化技术运行结果相比, 有效气成分提高 2~3 个百分点,CO 2 含量降低 2~3 个百分点, 碳转化率提高 2~3 个百分点, 比氧耗降低 7.9%, 比煤耗降低 2.2% (B) 多喷嘴对置式气化炉喷嘴之间的协同作用好, 气化炉负荷可调节范围大, 负荷调节速度快, 适应能力强, 有利于装置大型化 (C) 该装置开车方便 操作灵活 负荷增减自如, 操作的方便程度优于引进的水煤浆气化装置 (D) 自动化程度高, 全部采用集散控制系统 (DCS) 控制 (E) 复合床洗涤冷却技术的热质传递效果好洗涤冷却室液位可控, 无带水带灰现象发生, 避免了引进技术的带水带灰问题 (F) 分级式合成气初步净化工艺节能 高效 表现为系统压降低, 分离效果好, 合成气中细灰含量低 (<1mg/Nm 3 ) (G) 渣水处理系统采用直接换热技术, 热回收效率高, 克服了设备易结垢和堵塞的缺陷 该气化工艺是产学研合作成功的典型 但是, 目前工业化经验尚 4-13

52 少, 特别是在投煤量 1000 吨 / 天以上级别, 还未有实际工程化经验 并且, 该工艺目前实现的气化压力为 4.0Mpa, 与 GE 等气化技术已到达的 6.5Mpa 8.5Mpa 相比较, 还存在一定差距 (6) 多元料浆气化技术 (MCSG) 多元料浆气化技术 ( 是由西北化工研究院开发的大型煤气化技术, 其研究开始于 20 世纪 60 年代后期, 经历了实验室探索研究和基础研究 技术开发等不同阶段, 在完成中间试验和工业化示范试验基础上, 于 2001 年实现工业应用 该技术采用湿法气流床气化概念, 以煤 石油焦 石油沥青等含碳物质和油 ( 原油 重油 渣油等 ) 水等经优化混配形成多元料浆, 料浆与氧通过喷嘴混合后瞬间气化, 具有原料适应性广 气化指标先进 技术成熟可靠 投资费用低等特点, 整套工艺以及料浆制备 添加剂技术 喷嘴 气化炉 煤气后续处理系统等已获得 8 项国家专利 目前, 多元料浆气化技术已在十多套工业装置上应用, 包括 30 万吨 / 年合成氨 20 万 ~60 万吨 / 年甲醇和 50 万吨 / 年煤制油装置, 已有三套工业装置平稳运行 采用该技术的工业装置, 料浆浓度最高达 68.5%, 单炉日投煤量 750~1800 吨, 气化压力 1.3~6.5MPa, 有效气体含量 80%~86%, 比氧耗 400m 3 /1000m 3 (CO+H 2 ), 冷煤气效率约 76% 多元料浆气化技术是目前推广业绩较好的国内大型煤气化技术 下面将三种气流床煤气化装置的技术经济比较, 汇总列表如下 : 表 GSP Shell GE 三种煤气化工艺技术经济比较 名称 GSP Shell GE 4-14

53 名称 GSP Shell GE 原料要求 从褐煤到无烟煤全部煤种, 石油焦, 油渣, 生物质粒径 90%wt 63 微米 100%wt 200 微米, 含水 1.5 % 干煤粉灰熔点, 流动温度 t 3 <1700 从褐煤到无烟煤全部煤种 粒径 90%wt 94 微米, 含水 2% 干煤粉 灰熔点, 流动温度 t 3 <1700 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 烟煤 无烟煤 油渣 石油焦粒径 40%~45%wt <74 微米 (200 目 ) 水煤浆质量分数 >60%Wt. 灰熔点, 流动温度 t 3 <1350 气化温度 ( ) 1450~ ~ ~1450 气化压力 (MPa) ~8.7 气化炉特点 投煤量 2000 吨 / 日, 单台气化炉尺寸,mm 水冷壁或耐火砖寿命, 年 干粉煤进料, 顶部单喷嘴, 承压外壳内有冷却水盘管作水冷壁, 由水冷壁回收少量低压蒸汽, 高温粗煤气在炉下部被喷水激冷, 除喷嘴及盘管上抓钉外, 材质全部为碳钢 承压外壳内径 3500 H=17600 干粉煤进料, 在下部多喷嘴对喷, 承压外壳内有直接副产中压蒸汽冷却竖立管排的水冷壁, 废锅流程副产高中压蒸汽, 材质为碳钢 合金钢 不锈钢 承压外壳内径 4600 ( 投煤量 2300 吨 / 日 ) H= 喷嘴寿命, 年 10, 前端部分 氧气消耗量 (Nm 3 )/1000Nm 3 (CO+H 2 ) 原料煤消耗量 (GJ)/1000Nm 3 (CO+H 2 ) 投资 ( 亿元 ) 投煤量 : 2000 吨 / 日, 空分装置 水煤浆进料, 顶部单喷嘴, Al 2 O 3 -Cr 2 O 3 -ZrO 2 耐火衬里, 热壁, 高温粗煤气在下部被喷水激冷 ( 用于 IGCC 时有废锅流程 ), 除喷嘴外全部为碳钢 承压外壳内径 4500,( 标准炉投煤 800 吨 / 日 : 承压外壳内径 2800,H= 12200) 喷嘴前端部分 ~3 月维修一次 4-15

54 名称 GSP Shell GE 工业化运行套数 气化装置合计国外国内 气化工艺方案的选择 ( 试运行 ) 24 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 本工程暂拟选用 GE( 德士古 -Texaco) 煤气化技术, 理由如下 : 依据先进 可靠 适用 环境友好的原则, 水煤浆气化工艺生产 的煤气水气比高, 适于制取合成气, 同时具有气化压力高, 合成气压 缩功耗低的特点 ; 气化废水经过污水处理后可实现低污染物排放, 正 常生产时无废气排放 ; 另外水煤浆气化技术设备国产化率高, 国内技 术及制造水平支撑高, 德士古煤气化装置除个别部件和煤浆泵外均已 国产化 ; 项目建设工期短, 投资低 且在各水煤浆气化工艺中,GE 水煤浆气化压力最高, 经验最为丰富, 工业装置最多, 因此本项目拟 采用水煤浆气化技术 该气化装置包括水煤浆制备 气化 灰水处理三个工段, 关键设 备有气化炉 锁渣罐 碳洗塔等 气化炉是水煤浆气化装置的核心设 备, 本项目拟选用三台气化炉 (Φ3200/3800,H14500), 两开一备, 日处理煤量 t/day( 含水 14%) 气化压力 :6.5 MPa(G), 气化温度 ~ CO 变换工艺技术 4-16

55 CO 变换反应式 CO + H 2 O = CO 2 + H 2 配合煤气化技术的 CO 变换系统, 国内外均采用耐硫变换技术 本项目采用部分变换调控合成气的 H 2 /CO, 控制反应温度低于催化剂使用温度上限 变换还有脱除煤气中的尘和一些其它杂质作用 变换催化剂除应具有一般催化剂性能以外, 还应有以下特性 : 耐硫性能强 机械强度高 副反应少 目前国内外得到较为广泛应用的钴钼系耐硫变换催化剂 ( 国内又称为宽温变换催化剂 ), 既耐硫又有很宽的活性温区, 低温活性也很好 使用该催化剂可将含硫煤气直接进行变换, 使流程简化 热回收率高, 可显著地降低能耗 同时钴钼系耐硫变换催化剂可将煤气中 COS 等有机硫转化成易于脱除和回收的 H 2 S, 提高硫回收率 减少硫化物对环境的污染 本项目变换压力稍高, 应选用高压下已有使用经验的钴钼系耐硫变换催化剂 ( 例如国内齐鲁石化研究院的 QCS 系列耐硫钴钼催化剂 国外 JM 公司的 K8-11 系列耐硫钴钼催化剂 ) 本工程决定选用国产耐硫变换催化剂 由变换系统的反应热产生的副产中 低压蒸汽, 输入全厂蒸汽管网 酸性气体的脱除工艺技术本工段的任务是将变换气中的 H 2 S COS CO 2 等酸性气体在气体进工段的压力条件下, 进行脱除 根据甲醇合成的要求, 净化后的 4-17

56 气体中含硫要小于 0.1PPm; 同时又要保证 CO 2 含量在一定低范围之内 酸性气体脱除工艺技术概况及净化工艺的选择 : 脱除变换气体中 H 2 S COS CO 2 等杂质的方法很多, 从工艺方法可分为化学吸收 物理吸收及物理 - 化学双吸收型等, 这三种方法在国 内外均有工业化的生产实践 化学吸收方法主要优点是 : 吸收速度快, 流程简单 它是按化学反应计量进行的, 故吸收压力对溶剂的吸收能力影响不大 由于它吸收放热和解吸的吸热不能相互抵偿, 所以它的能耗高 物理吸收法主要优点与化学吸收正好相反, 它的吸收机理是利用溶剂分子的官能团对分子 ( 极性和非极性 ) 的亲合力不同, 而有选择性吸收气体 溶剂吸收溶质 ( 气体 ) 时, 一般遵循 亨利定理 ; 吸收能力只与被溶气体分压成比例的增加, 而不受化学计量限制, 因此在变换气中 CO 2 等较多的情况下 ( 即酸性气分压高的情况下 ) 被广泛的采用 物理 - 化学吸收法的特点则是将两种不同性能的溶剂混合, 使溶剂既有物理吸收的功能又兼有化学吸收的功能, 如 Amisol 法 但是, 不管那种方法都不可能是纯粹的物理吸收或纯粹的化学吸收, 如若以物理吸收为主, 我们就称之物理吸收法, 反之我们就称之化学吸收法 由以上三种方法的比较, 结合本项目是采用水煤浆气化, 且气化压力较高 ( 达 6.5 MPaA) 变换气中 CO 2 较多 净化脱硫要求高 ( 净化气总硫不大于 0.1PPm) 等的具体情况, 而选用了物理吸收法 物理吸收法中按吸收温度的不同, 一般分为热法和冷法, 热法中以 Selexol( 如国内的 NHD 法 ) 工艺最为著称, 冷法则以低温甲醇洗法为代表 4-18

57 (1) 低温甲醇洗法低温甲醇洗是 20 世纪 50 年代初林德公司和鲁奇公司联合开发的一种有效的气体净化工艺 1954 年首先用于煤加压气化后的煤气净化, 随后相继用于城市煤气的净化等等 20 世纪 60 年代以后, 随着以渣油和以煤为原料的大型氨厂的出现, 低温甲醇洗的净化技术得到了广泛的应用 该工艺以冷甲醇为吸收溶剂, 利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度很大的优良特性, 脱除原料气中的酸性气体, 该工艺气体净化度高, 选择性好 低温甲醇洗的工艺特点主要有 : (A) 低温甲醇洗可以脱除气体中多种杂质 在 -30 到 -70 的低温下, 甲醇可以同时脱除气体中的 H 2 S COS CS 2 RSR CH 3 S CO 2 HCN NH 3 芳香烃 粗汽油和羰基金属化合物等杂质, 并可同时脱除水使气体干燥, 所吸收的有用组分可以在甲醇的再生过程中加以回收 它适用于气体中杂质含量较多的煤加压气化气净化的场合 (B) 气体中净化度很高 净化气中总硫含量可脱至 0.1 ppm 以下, CO 2 可净化到 20 ppm 以下 低温甲醇洗可适用对硫含量有严格要求的化工生产, 如用于合成氨和羰基合成等 合成甲醇时只要达到净化气中 CO 2 ~3% 就可以了 (C) 可选择性地脱除变换气中的 H 2 S+COS 和 CO 2, 并能把排出尾气中的 H 2 S+COS 浓缩 (D) 溶剂循环量小, 动力消耗较低 由于在高压低温时,H 2 S COS 和 CO 2 在甲醇中的溶解度都很大, 因而甲醇循环量小, 动力消耗较低 4-19

58 (E) 溶剂的稳定性能好 甲醇的热稳定性和化学稳定性好, 不会被有机硫 氰化物等组份所降解 ; 另外, 生产操作中甲醇溶剂不起泡 (F) 作为溶剂的甲醇廉价易得 (G) 低温甲醇洗缺点主要有 : 工艺流程长, 而使投资费用较高 ; 工艺设计在低温下操作, 因此对设备和管道的材质要求较高, 需使用低温材料 ; 甲醇有毒, 对操作和维修的要求严格 林德 (Linde) 公司和鲁奇 (Lurgi) 公司虽共同开发了低温甲醇洗工艺, 但二者所采用的具体工艺技术还是有一定不同的 林德 (Linde) 低温甲醇洗工艺流程特点 : (a) 采用林德的专利设备 高效饶管式换热器, 提高换热效率, 特别是多股物流的组合换热, 节省占地 布置紧凑, 冷量损失小, 能耗较省 ( 目前国内有数家设备制造厂已能够生产这种高效饶管式换热器, 使设备造价得以下降 ) (b) 原料气进入低温甲醇洗装置后, 吸入少量循环甲醇, 防止气体结冰, 避免系统组塞 (c) 在甲醇溶剂循环回路中设置甲醇过滤器, 除去 FeS NiS 等固体杂质, 防止其在系统中积累而堵塞设备和管道鲁奇 (Lurgi) 低温甲醇洗工艺流程特点 : (a) 未采用饶管式换热器, 换热器均为 tteam 标准型 ( 管壳式 ), 所有设备在国内可以设计 制造 4-20

59 (b) 由于没有中间循环甲醇提供冷量, 吸收所需的冷量全部由外部供给 ; 甲醇溶液吸收温度较高, 甲醇溶液循环量相对较大, 相对于林德流程能耗稍高, 吸收塔的尺寸也较大 系统冷量全部由外部提供, 操作调节相对灵活 (2)Selexol(NHD) 法聚乙二醇二甲醚脱硫脱碳, 国外称作 Selexol 法, 于 1965 年创始于美国联合化学公司 ;1982 年美国诺顿公司将 Selexol 溶剂应用于天然气及合成气的净化取得了成功 ; 在近年来 Selexol 法在国外亦有较多的发展和应用 国内南化集团研究院于 1980 年开始对该法进行研究, 经过研究筛选出用于脱除 H 2 S 和 CO 2 的聚乙二醇二甲醚较佳溶剂组成 ( 被命名为 NHD 溶剂 ) NHD 溶剂的物理 化学性质与 Selexol 很相似, 但其组份含量与分子量却与其不同 1984 年经原化工部鉴定,1990 年正式获得了中国发明专利 1988 年首先将该法用于鲁南化肥厂 8 万吨 / 年合成氨厂脱除 H 2 S 和 CO 2 的设计上,1993 年 4 月建成投产,1994 年 3 月通过了原化工部组织的专家的考核, 从而使这一技术在我国中型氮肥厂的净化工艺中得到成功应用 NHD 法主要特点 : (A) 吸收能力较大 净化度较高, 并可选择脱除 H 2 S 和 CO 2 NHD 溶剂对 H 2 S CO 2 等酸性气体均有较强溶解能力, 并能较好的选择吸收 H 2 S CO

60 根据同类型厂生产的运行经验, 经脱硫脱碳后的气体中总硫 1 ppm,co 2 0.1%, 也能同时脱除气体中的水分, 使气体彻底干燥 (B) 能耗相对较低 NHD 溶剂吸收 H 2 S CO 2 是一较典型物理吸收过程 一般在加压下, 溶剂进行吸收, 而在减压时 溶剂中被吸收溶解的气体解吸出来而使溶剂再生 (C) 溶剂损失少 由于 NHD 溶剂有较好化学稳定性和热稳定性, 溶剂不起泡 不降解, 无副反应, 况且蒸汽压低, 挥发性少, 每生产 1 吨氨溶剂仅损失 0.4kg (D) 流程比较简单, 对设备材质无特殊要求 NHD 法脱硫脱碳一般分开进行 依对脱硫再生气中 H 2 S 浓度的要求 确定是否设置 H 2 S 浓缩塔, 使 NHD 的流程既有四塔也有五塔流程 由于 NHD 溶剂的特点, 流程中不需再设置气体洗涤和稀的 NHD 溶液回收系统 NHD 溶剂本身对设备和管道无腐蚀性, 设备可用碳钢制造使工程投资减少 主要缺点 : (A)NHD 溶剂较贵, 加之一次充填量大 对于含硫量低的原料气 即使增加了浓缩塔, 也难以用克劳斯法处理低 H 2 S 浓度的尾气 (B) 净化度低 : 净化气总硫 1 ppm, 不能满足甲醇合成的要求, 尚要设置干法脱硫 两种净化方法比较 (A) 甲醇洗溶剂甲醇价廉易得,NHD 的溶剂须外购和长途运输并价 4-22

61 格高达 元 / 吨 ( 不含运输费 ), 溶剂费用的差价是 NHD 法运行费用高的关键 (B) 溶剂的吸收能力差别大, 使得甲醇洗的净化方法可大大减少溶剂的循环量而使压缩功减少 (C) 甲醇溶剂可同时在一个塔内兼脱 CO 2 H 2 S COS, 并得到含 (H 2 S+COS) 浓度为 20~30% 的酸性气, 可用克劳斯法回收硫磺 ; 净化气的总硫含量可达到 0.1 ppm NHD 的净化方法对于含硫量低的原料气即使加浓缩塔, 也难以满足克劳斯硫回收对 H 2 S 含量要求, 不能用克劳斯法回收硫磺 ; 净化气的总硫含量可达到 1 ppm, 低于低温甲醇洗 (D) 甲醇溶剂可同时在一个塔内兼脱羰基铁和羰基镍 气化工段送来的粗煤气中因含有大量的 CO, 必须与水蒸汽 在通过钴 - 钼耐硫变换催化剂床层时, 生成 H 2 和 CO 2, 同时也伴有微量的羰基铁和羰基镍生成 羰基铁和羰基镍不仅有剧毒, 并能使下游的催化剂中毒 国外文献报导和鲁奇公司认为 : 唯独低温甲醇洗具有兼脱羰基铁和羰基镍的能力 (E) 目前, 国内在原美国 Selexol( 聚乙二醇二甲醚法 ) 法的基础上开发了现在的 NHD 法 在国 内外很少应用, 采用此法的鲁南化肥厂或淮南化肥厂也仅是中型厂, 而大型工厂中缺乏实践的业绩 加之此法不能脱除 COS, 必须再增加钴 - 钼和 ZnO 来脱除 COS, 使流程中出现了冷热病 造成能耗的增加 由此可见 : 4-23

62 低温甲醇洗法 的能耗比 NHD 法 的能耗低 低温甲醇洗法 脱除硫的净化度要优于 NHD 法 低温甲醇洗法 的一次性投资高于 NHD 法, 但 低温甲醇洗法 的运转费用要低于 NHD 法 显然, 选用低温甲醇洗法净化是技术先进 可靠 能耗指标低的原则, 所以本项目气体净化系统推荐选用 Linde 低温甲醇洗工艺技术 硫回收工艺技术生产过程中原料煤含有的硫通过气化 变换, 绝大部分进到低温甲醇洗装置分离出的酸性气体中并予以浓缩, 浓缩气中的 H 2 S 含量 25%, 浓缩气送入硫回收装置回收硫 含硫气体回收硫的方法比较多, 有回收硫磺 也有回收硫酸 在回收硫磺的各种不同工艺中, 以克劳斯硫回收工艺 ( 含尾气处理工艺 ) 为好 本项目选用克劳斯硫回收工艺处理酸性气体 由于酸性气浓度较低, 因此采用分流法 将约 1/3 的原料气引入硫化氢燃烧炉, 在炉中按制硫所需的 O 2 量严格控制配风比, 使 H 2 S 在炉中全部生成 SO 2 另外 2/3 的原料气在炉后与其混合进入克劳斯反应器, 在催化剂 LS-971 及 LS-300 的作用下, 发生克劳斯反应生成硫磺 采用三级克劳斯催化反应 硫回收率可以达到 98% 燃烧反应 : H 2 S + 3/2O 2 SO 2 + H 2 O 2H 2 S + O 2 2H 2 O + 2S 4-24

63 克劳斯反应 : 2H 2 S+ SO 2 3S + 2H 2 O 从硫磺回收克劳斯部分排出的尾气采用尾气加氢处理, 使尾气中的 SO 2 和有机硫经反应生成 H 2 S,H 2 S 再回收返回克劳斯部分回收 硫的回收率可以达到 99% 以上, 烟气中硫含量可以达到排放标准要求 以上反应所用的催化剂, 均可在国内解决 为满足环保要求, 本项目采用二级克劳斯加尾气加氢处理的硫回收工艺 甲醇合成工艺技术在 20 世纪 20 年代出现了以 H 2 CO 和 CO 2 为原料, 在催化剂存在下合成甲醇的工艺 它是属于气 -- 固非均相催化合成技术, 随着催化剂技术的进展, 甲醇合成工艺也经历了高 中 低压法的变化 表 三种压力合成法操作条件高压法中压法低压法操作压力, 25~35 15~25 5.0~10.0 MPa 操作温度, 300~ ~ ~270 Cu-Zn-A 或催化剂 Zn-Cr Cu-Zn-Cr Cu-Zn-Al-V 无论改进催化剂还是变化合成压力其合成工艺基本没变, 仍属气相合成路线 当前, 甲醇生产多趋向于低压法 由于甲醇合成是强放热反应, 如何迅速移走反应热至关重要, 因此人们对合成塔结构型式做了大量的工作, 出现了不同结构的合成塔 目前, 主要有三种类型 4-25

64 合成塔, 即绝热型 等温型和绝热与等温混合型合成塔, 采用不同类型合成塔形成不同的工艺流程 甲醇合成工艺按传热方式可分为连续换热式 段间换热式及中间冷激式 连续换热式 : 国外 Lurgi 塔 Linde MGC/MHI 及国内绝热 - 管壳反应器 林达 JW 型 安淳 JJD 都是采用连续换热, 力求催化床温度分布均匀, 单程转化率高, 循环比低, 甲醇出口浓度高, 副反应少, 产品杂质含量低 但此类反应器内安装很多反应管, 反应器的制造有难度, 不宜大型化, 催化剂装卸较麻烦 段间换热式 :TopsΦe TEC/MTC 为段间换热式反应器, 段间换热式反应器相对于连续换热式反应器结构较简单, 一般容易大型化, 催化剂装填系数大, 催化剂装卸方便, 反应器检修容易, 但是催化床为绝热反应, 温差大, 甲醇出口浓度较低, 气体单程转化率不高 中间冷激式 :ICI 反应器即为中间冷激式 这类反应器结构较简单, 容易大型化, 但是采用原料气冷激, 使得单程转化率降低, 与前两类反应器相比甲醇出浓度最低, 并且循环比大, 动力消耗高 甲醇合成工艺按气体流向分为轴向反应器和径向反应器 轴向反应器 :ICI Lurgi Linde MGC/MHI 绝热- 管壳反应器 JW 型反应器都是轴向反应器, 其中 ICI 和 Lurgi 两种反应器占甲醇反应器的 70% 以上, 说明轴向反应器的制造和应用比较成熟, 但是轴向反应器生产能力的再扩大受限制 径向反应器 :TopsΦe Casale TEC/MTC 均为径向反应器, 拥有共同的优点是 : 床层压降小, 可使用小颗粒催化剂, 单位催化剂的处理能力大 ; 反应器不受高径比的限制, 易于大型化 但气体均匀分布技术和反应器放大技术, 是此类反应器设计制造的关键 4-26

65 4-27 泛海煤制甲醇项目可行性研究报告 当今世界上先进的甲醇合成有 DAVY Lurge Casale TopsΦe 等技术 (1)ICI/Davy 低压甲醇合成流程 ICI 是最先开发低压甲醇技术 LPM, 合成塔采用冷激式, 即塔内有多次冷激, 使冷激气与反应气均匀混合以控制床层反应温度 塔内原料气在铜基催化剂上合成反应, 反应温度 230~270 压力 5.0MPa 采用分段绝热反应, 中间用菱形分布器喷入冷气降温, 后来改进冷激分布器结构 冷激塔具有结构简单 催化剂装卸方便, 通过直接通入冷激气调节床层温度, 效果良好, 也延长了催化剂的寿命 ; 此法采用铜基催化剂, 可在低温 低压下操作, 抑制强放热的甲烷化反应及其它副反应, 所以相对高压法而言粗甲醇中杂质含量低, 使精馏负荷减轻 ; 采用低压法, 可节省动力能耗, 但是温差大, 催化剂生产强度低 为此,ICI Syntix 开发了冷管甲醇塔, 采用逆流冷管胆, 用进合成塔原料气移去反应热, 该冷管塔 TCC 至今仍是 ICI Davy 为低压甲醇技术 LPM 对 2000T/ 日甲醇的主要塔型, 并已成功用于改造原 ICI 冷激塔 6 套, 对同样大小外壳由冷激塔改造为冷管塔后提高产量 30% 以上 对大型甲醇装置 Davy 成功开发了改进低压甲醇技术即 ILPM, 合成塔采用管内水冷产汽, 气体径向流合成塔, 此技术已在特立尼达 5400T/ 日大甲醇上使用 该塔与 Lurgi 管壳一样塔内水冷, 其催化剂装在管外, 通过控制蒸汽压力来控制催化剂的反应温度, 其技术特点为 : (A) 催化剂装在壳程, 装填系数大 ; 且催化剂装填容易

66 (B) 反应器不需管板 ; 反应器阻力降较低 (C) 反应温度分布均匀, 催化剂寿命长 (2)Lurgi( 鲁奇 ) 低压甲醇合成流程德国 Lurgi 首先采用了管束型副产蒸汽合成塔, 列管内装填催化剂, 管间为沸腾水 甲醇合成反应热被水移出, 控制沸腾水的蒸汽压力, 可以保持恒定的反应温度 Lurgi 列管塔的特点 : (A) 单位体积催化剂床层的传热面积较大, 床层温差变化小, 操作平稳 (B) 可通过蒸汽压力的调节来控制催化剂床层温度, 使催化剂寿命延长 (C) 工艺反应温和, 副反应少, 时空收率高大 0.72t/(m 3.h) (D) 单程转化率高, 合成塔出口的甲醇含量达 7%, 因此循环气量减少, 降低循环压缩机的能耗 (E) 热能利用合理, 每吨甲醇副产蒸汽最高达 1.4 吨 但该塔的缺点是 : (A) 管内装催化剂, 容积率低, 同样能力设备体积和投资大 (B) 设备结构复杂, 装卸催化剂不方便, 对材料及制造要求高, 设备投资较大 (C) 由于列管长度受到限制, 放大生产只有增加管束, 使合成塔的直径增大, 给设计 制造 运输带来困难 (3)Topsφe( 丹麦 ) 径向反应器丹麦 Topsφe 公司提出的该合成系统由 2~3 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以取走反应放出的热量 该反应器床层阻力小, 压差低, 该反应器特点是 : (A) 采用气体径向流动, 流体阻力较低, 压降较小, 可增大空速, 4-28

67 提高产量 (B) 可使用小颗粒高活性催化剂, 提高粒内效率, 提高宏观反应速度 (C) 高径比大, 塔径小, 易地运输和大型化 在直径不变的情况下, 增加反应器高度, 即可扩大生产规模 其生产能力可达 5000t/d Topsφe 在国内低压甲醇装置上基本采用管外走水移去反应热的管壳式反应器结构, 其特点与 Lurgi 相同 (4) 瑞士 Casale 轴径向反应器近年来瑞士 Casale 甲醇公司在参考 ICI 冷激 - 菱形设计和 ARC 型合成塔经验的基础上, 开发了 IMC 合成塔设计 IMC 合成塔克服了冷激型合成塔的主要缺点, 形成了新的板式换热合成塔这种新型设计的甲醇等温合成塔 IMC 合成塔是 Casale 甲醇公司技术的最新成就, 是建立在 Casale 公司专有技术基础上的 可以获得最佳的性能, 并避免了通常采用的大直径合成塔引起的所有机械问题 IMC 设计代表了当前 Casale 公司在合成塔方面最为先进的技术 其设计理念是 : (A) 研究催化剂床中最优的温度分布, 并和等温设计相结合 (B) 按 IMC 设计, 合成塔运行的操作温度和最佳温度曲线之间保持最小温差, 这一特点使该设计成为市场上效率最高的合成塔类型 IMC 合成塔主要组成是 : 催化剂床, 浸在催化剂中的板式换热器等 连续的催化剂床层是等温的, 用埋在催化剂里的垂直换热板来冷却 等温段的反应热通过和换热板中的锅炉给水逆流换热来移走, 同时产生中压蒸汽也可以气 - 气换热 IMC 合成塔的特点 : (A) 采用的是 Casale 公司专利技术, 催化剂装填在板间, 装填系数高, 因此一次转化率高, 出口甲醇浓度达到 12.9%( 初期出口甲醇浓 4-29

68 度 13~14%, 末期为 11~12%); 较高的催化剂负荷, 生产能力大 效率高 (B) 循环气量小, 使合成回路的压降和负荷都下降, 从而使循环压缩机动力消耗和冷却工段的负荷达到最小化, 降低了能耗 (C) 反应热回收的优化, 同时副产 2.4~3.7 Mpa 中压蒸汽, 每吨产品产生约 1.27 吨蒸汽, 可满足压缩机透平的需求, 因此单位能耗更低 (D) 催化剂床层上部为气流的轴向流动, 床层主要部分气流为径向流动, 合成器中无死角 盲区 ; 催化剂床层压降小, 温度较易控制, 避免了床层内局部过热, 减少了副产物的生成 (E) 碳效率更高 ( 即每吨甲醇的新鲜合成气消耗量最少 ) (F) 装置大型化的潜力大, 目前单套合成设备相应的生产能力可达到 7000 t/d (G)Casale 反应器可装填国产的甲醇合成催化剂 ( 如国内南化院的甲醇合成催化剂 ), 因此可大大降低催化剂费用 (H) 设备易于日常维护及检修, 催化剂装填 卸载较容易操作 Casale 反应器自推广以来, 这种设计型式的合成塔迅速在用户之中得到了广泛的接受 目前有 16 台 ( 套 ) 合成塔 ( 相当于世界上 ICI 冷激式菱形分布器甲醇合成塔的 90%) 在运行中, 完全达到了预期性能 例如, 俄罗斯 Nevinnomyssk 厂的一套用 IMC 设计改造的合成塔自 2002 年以来投入运行, 其运行结果超出了预期效果 此外俄罗斯 Gubakha 的 METAFRAX 甲醇装置也有一套和本项目中所建议采用的设计相同的装置已在 2006 年 9 月进行生产, 而且在中国有 6 套新甲醇装置进行设计 制造 其它 3 台气冷型 IMC 合成塔, 已成功投入运行, 其中最大的一台轴径向合成塔在产量为 3000MTD 甲醇装 4-30

69 置中运行生产 国内甲醇合成工艺技术发展也很快, 华东理工大学 浙江工业大学 杭州林达化工技术工程公司等单位均开发了新的均温合成技术及设备 (1) 华东理工大学开发的管壳外冷 - 绝热复合式甲醇合成反应器合成塔上部设置一段绝热反应段, 其作用是当原料气进入合成塔后, 利用自身反应热迅速升温, 达到反应所需温度, 提高反应效率 且该绝热段还有过滤毒物的作用, 以保证下部主体反应段的催化剂活性, 提高催化剂的寿命 合成塔下部为管壳外冷反应段, 此段催化剂装在管内, 管外通入冷却水, 借以移走反应热并副产中压蒸汽 这种复杂结构既有 ICI 多段冷激绝热段, 又有 Lurgi 等温管壳式合成塔的特性 它与现有技术相比, 其优点就在于操作容易控制, 单塔生产能力大, 能量利用合理 此合成塔是我国自行开发的技术, 具有自主知识产权, 可实现国产化, 节省大量投资 此技术已在上海焦化厂年产 20 万吨 / 年甲醇装置等多套生产装置中成功应用 (2) 林达卧式水冷甲醇反应器林达公司在充分分析现有国外大甲醇技术基础上, 从适应我国甲醇装置大型化要求出发, 自主创新开发了横向管式换热大型甲醇合成技术 ( 简称 卧式水冷反应器 ) 已获国家专利并申请了 PCT 国际专利 (WO ), 现已通过国际检索报告确认本申请专利具有新颖性 创造性和工业实用性 卧式水冷甲醇反应器总结了国外反应器技术特点, 并结合自身在该领域的开发 制造优势, 具有合成循环比小 能耗低和设备投资省 反应热回收充分及易于大型化等特点 卧式水冷反应器内设横向换热水管, 热水在管内强制循环移出反 4-31

70 应热, 管外催化剂中气体由上到下与换热管错流换热, 换热管呈 90 排列, 这就达到了强化反应过程中的传热和实现反应气的均匀分布, 最大限度缩小了管壁效应造成的温度和浓度分布不均匀性对反应的影响, 为催化剂的甲醇合成创造了最佳条件, 并防止催化剂层过热失活 触媒从上部分装入, 触媒可自卸 至今, 林达已为中国多家用户 设计单位提供过 30~100 万吨 / 年卧式水冷合成技术方案杭州林达公司的卧式水冷反应器内设横向换热水管, 热水在管内强制循环移出反应热, 管外催化剂中气体由上到下与换热管错流换热, 换热管呈 90 排列, 这就达到了强化反应过程中的传热和实现反应气的均匀分布, 最大限度缩小了管壁效应造成的温度和浓度分布不均匀性对反应的影响, 为催化剂的甲醇合成创造了最佳条件, 并防止催化剂层过热失活 触媒从上部分装入, 触媒可自卸 该反应器与国内外的反应器相比, 具有如下优点 : (A) 管内水冷 管外气体采取横向流动, 增加传热系数, 在同等移热量条件下所需换热面积小 (B) 换热管采用列管排列, 管子布置紧凑, 换热面积大, 移热能力大, 从而实现催化剂层温差小 均温, 提高催化剂效率, 扩大使用温区范围, 管子布置紧凑, 取消管板连接, 设备投资省 (C) 低循环比和高甲醇产率 循环比可降低到 2.7 左右, 出塔甲醇浓度由 5% 提高至 10.5% 以上,CO 总转化率达 98% 以上 (D) 高蒸汽产率和高能量利用, 吨甲醇副产 2.5~4.0MPa 中压蒸汽 1 吨以上 (E) 反应器结构易于大型化, 甲醇合成压力可降低, 新鲜气压缩功降低 4-32

71 (F) 循环气量小, 径向流动压差 <0.05MPa, 循环机电耗降低 30% 循环气量降低使换热设备负荷大幅下降, 从而降低了合成回路设备 管道投资 (G) 催化剂层高度及总容积等均可调节, 灵活性大, 易通过加大触媒床长度提高合成塔生产能力 (H) 分组水冷管, 设备制造 安装及维修简便, 不需要立式塔的大型起重设备 (I) 气体横向流通面积比普通立式塔要大, 压降小 避免了立式径向塔因考虑催化剂还原收缩而将上部不开孔, 催化剂使用效率高 (J) 可根据入塔气在催化剂床层反应速度的变化, 反应器列管疏密程度不同, 使反应速度沿反应速度沿最大速度进行 (K) 管外装填催化剂, 装填系数大 管子呈旋转 90 排列, 便于催化剂装卸 (L) 内件和壳体可分开制作, 便于检修 卧式反应器吸收了气冷型反应器内件 壳体分开制作, 现场组装这一优势 内件可单独更换, 延长了外壳使用寿命 同时, 内件可拆 便于检修, 也符合中国人的习惯要求 (M) 进塔气体通过分布板 丝网和列管实现均匀分布 根据本项目甲醇生产装置的能力为 75t/h, 甲醇合成设备拟采用单台设备生产, 由于 Casale 反应器国产化率高, 除塔内件外, 其余均可采用国内设备, 最主要的是可采用国产催化剂, 降低了工程投资与生产成本, 同时 Casale 合成技术经验丰富, 单耗低, 因此本报告目前暂按 Casale 甲醇合成工艺技术编制 甲醇精馏工艺技术在甲醇合成时由于催化剂选择性的限制以及合成反应条件, 如 : 4-33

72 压力 温度 合成气组成的影响, 在生成甲醇的同时, 还伴随有一系列的副反应 粗甲醇中含有易挥发的低沸点组分 ( 如 H 2 CO CO 2 二甲醚 乙醛和丙酮等 ) 和难挥发的高沸点组分 ( 如乙醇 高级醇和水等 ), 所以需通过精馏的办法制得精甲醇 精馏通常采用两种方法, 即两塔精馏和三塔精馏 (1) 两塔精馏即预精馏塔分离低沸点组分, 主塔 ( 甲醇精馏塔 ) 分离高沸点组分, 获得高品质甲醇产品 (2) 三塔精馏三塔精馏与两塔精馏的原理完全一致, 区别在于将两塔精馏的甲醇精馏塔分成加压塔和常压塔两个塔, 各自承担甲醇精馏负荷的 40%~60%, 常压塔塔底再沸器所用热量来自加压塔塔顶气相甲醇冷凝时放出的热量 三塔精馏比两塔精馏可节约热量 40% 左右 采用三塔或两塔精馏, 主要取决于装置的蒸汽平衡 有大量工艺废热或大量低压蒸汽的条件下, 通常采用两塔精馏 在低压蒸汽不足的地方, 采用三塔精馏, 可大幅度降低低压蒸汽的消耗 为使产品精甲醇的质量满足要求, 并从节能的观点出发, 本装置拟采用预塔 加压塔和常压塔三塔精馏流程 预塔主要目的是除去溶解性气体以及低沸点杂质, 加压塔及常压塔除去水及高沸点杂质, 同时获得精甲醇产品 精甲醇产品质量满足国标 GB 优级品和美国联邦 AA 级标准 (0-M-232L) 甲醇精馏塔工艺特点 : (A) 采用三塔精馏加回收塔工艺流程, 精馏塔采用特种设计的高效复合规整填料以及特殊设计高效塔内件, 从而达到降低能耗和提高产品质量的目的 4-34

73 (B) 预塔一冷 加压塔甲醇产品冷却器和常压塔冷凝器采用空冷器, 符合当地气温较低的地理特性, 同时大量节约了冷却水 (C) 常压塔再沸器利用加压塔顶的甲醇蒸汽冷凝热来提供所需的热量, 不仅省却加热蒸汽, 同时也节约冷却水的消耗量 (D) 常压塔塔底废水含甲醇小于 100ppm(wt), 可用于水煤浆配制 甲醇精馏塔内件特点 : (A) 采用高效规整填料, 此填料比表面积大 空隙率高 重量轻 ; 沿程阻力低, 压降小 ; 填料表面润湿均匀, 效率高, 操作弹性大 ; 径向扩散良好, 气液接触充分 由于填料的传质和传热性能好, 可以较大地降低塔高, 并缩小塔径 ; 操作稳定, 保证产品质量和降低能耗 在常压精馏塔和回收塔的下部, 根据工艺的需要, 采用了几快高效塔板, 但全塔主要部分仍采用高效规整填料 (B) 拟采用新型槽盘式分布器 此分布器克服了传统分布器安装要求高 占用空间大以及密封面难以严格密封等缺点, 并且性能稳定, 可保证发挥高效填料的性能及保证填料塔的操作性能 空分装置本工程中空分装置的能力为 Nm 3 /h 氧气,14500 Nm 3 /h 氮气 空分装置流程采用常温分子筛净化 空气增压透平膨胀机提供装置所需冷量 液氧液氮双泵内压缩 低压氮气采用氮气压缩机压缩后供气 ( 外压缩 ) 等先进技术 本工程空分装置不设提氩系统 国内外工艺技术概况随着我国工业的高速发展, 各行各业, 尤其是煤化工 冶金等行业也在迅猛地增长, 这些行业对氧 氮 氩产品的品质 需求量也就更高, 从而对空分装置在规模上 气体产品的质量上 以及成套性能等多方面的要求是越来越高, 促进了空分行业在近二十年来取得突飞 4-35

74 猛进的发展 空分装置的技术水平从切换板式发展到分子筛预净化 ; 从电机制动发展到增压透平膨胀机 ; 从筛板上塔发展到填料上塔 ; 从有氢制氩发展到全精馏无氢制氩 ; 从产品外压缩发展到产品内压缩流程等等 到目前为止, 已经完全形成了现代空分设备的新特点 :1) 装置大型化 ;2) 规整填料塔及无氢制氩 ;3) 带大量液体的多品种 多工况内压缩流程 ;4) 装置的运行周期长 能耗低 安全可靠 ;5) 负荷变化的范围更宽 近年来国外的空分技术发展很快, 其空分技术发展的方向是单套装置的大型化 世界上大型空分设备制造厂比较著名的有德国林德公司 (Linde) 美国空气产品和化学品公司(APCI) 法国空气液化公司 (Air Liquide) 等, 它们生产的空分装置在煤化工 化肥 钢铁等行业广泛应用 到目前为止, 世界上已投产的单套空分设备最大制氧能力为 :122500m 3 (N)//h 全低压 分子筛净化空气 内压缩流程被广泛用于大型空分装置, 尤其是在化工 煤化工和化肥行业中由于各个工艺装置对产品氧气 氮气的压力有不同的要求, 而且氧气 氮气的压力均达到很高 ( 基本在 4.0MpaG 以上 ), 在这种情况下内压缩流程更显其优越性, 近年来内压缩 ( 液氧或液氧液氮双泵内压缩 ) 流程在煤化工和化肥行业得到广泛的应用 国内空分行业在 2000 年以前, 由于多方面的原因, 大型空分装置国产化 ( 特别是内压缩流程 ) 进程开发 制造较缓慢 在七十年代到九十年代期间, 我国的大型合成氨厂 钢厂中所配套的空分装置也全部是依靠进口 近年来, 各行业对大型空分装置的需求不断增加, 促进了国内空分行业的发展 尤其国内的大型空分设备制造公司近年来在大型空分设备的设计 加工制造中通过引进 吸收国外先进技术 与国外制造厂合作生产等逐步积累了制造大型空分装置的经验和能 4-36

75 力, 提高了自身的设计加工水平, 在大型空分装置的设计 制造加工上已有成功先例 如 : 在上世纪 90 年代成功生产了 35000Nm 3 /h 的空分设备 2004 年, 开封空分集团有限公司为山东德州华鲁恒升化工股份有限公司大型氮肥国产化装置配套的制氧能力为 :40000Nm 3 /h 内压缩流程的空分成套设备, 已获成功地运行, 从而大大缩短了与国外空分行业的差距 杭氧股份有限公司为本溪气改煤 1830 工程配套的 Nm 3 /h 制氧能力空分装置 ( 二手设备改造 ) 也已成功的运行, 杭氧股份有限公司还相继与湖北枝江 中原大化 大唐国际 伊朗等签定了 52000Nm 3 /h 和 60000Nm 3 /h 空分装置的供货合同 显然国内自行设计和制造制氧能力为 50000Nm 3 /h 等级的空分设备也就不会再有更多的困难和问题 目前, 国内外大型空分装置基本上采取增压透平膨胀或全低压透平膨账 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 从技术方面是安全 可靠 先进 节能的 但是相比之下采用中压膨胀循环, 以中压空气绝热膨胀输出外功, 带动透平增压机, 可节省能耗 膨胀前后的空气产生焓降, 可为空分装置提供一定的冷量 工艺技术方案的比较和选择本项目煤气化装置要求使用纯度 99.6% 压力 8.5MPa(G) 的氧气, 氧气量为 Nm 3 /h, 具有氧气用量大 压力高的特点 因此本研究需要对空分装置的氧气增压流程和装置的系列数作出选择 空分装置系列选择本工程氧气需要量为 Nm 3 /h, 可选用下列二个方案供气 一套 Nm 3 /h 氧气的空分装置 4-37

76 两套 40000Nm 3 /h 氧气的空分装置 采用一套 Nm 3 /h 的空分设备, 为国外技术, 进口设备, 运行费用低, 可靠性好, 操作弹性小 但造价及运输费用高, 交货期长 采用两套 Nm 3 /h 的空分设备为国内自主技术, 可靠性好, 操作弹性大 造价及运输费用均较进口为低, 交货期较短, 但运行费用较高 空分工艺流程选择根据本工程中各个工艺装置对空分气体产品的要求 : 本空分装置采用常温分子筛预净化 由空气增压透平膨胀机提供装置所需冷量 液氧液氮双泵内压缩 低压氮气采用氮气压缩机 ( 外压缩 ) 的工艺流程 首先, 空分装置采用空气循环比采用氮气循环有如下的优点 : 第一, 空气循环比氮气循环要少一股气量很大的循环氮气, 空气循环精馏塔和主换热器较氮气循环单元尺寸少, 投资省 ; 第二, 空气循环配套的空气增压机比氮气循环配套的氮气增压机投资小 能耗低 其次, 采用液氧泵内压缩流程来取代氧气压缩机的外压缩流程 从能耗上看, 相同制氧能力空分装置, 采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近 因为, 尽管内增压流程使用了空气增压机来提供系统的部分制冷量, 理论上要多消耗 3% 的压缩功 ; 但是空气增压机的效率比氧压机高, 氧压机实际运行往往偏离其设计工况 ; 两者实际的功耗是很接近的 从安全方面分析, 尽管外增压流程的使用也比较普遍, 氧气压缩机的设计和制造水平不断提高 ; 但是统计数据表明, 国内用户使用的氧压机 ( 包括进口氧压机 ) 有多台次发生过燃烧事故, 而内增压流程从未出现过类似事故 内压缩流程中, 主冷凝器因大量地抽取液氧, 使碳氢化合物不易积聚 ; 产品液氧经泵加压后, 高压下蒸 4-38

77 发, 使烃类物质积累的可能性大大降低 从可靠性方面分析, 低温液氧泵为两台, 一台工作另一台低速运转作备用 若运行泵出现故障, 则备用泵在 5~10 秒种内自动达到工作负荷, 比选择单台氧气压缩机可靠性能高 同时液氧泵操作方便 维修工作量少 在设备布置上, 采用液氧泵流程占地面积要比氧压机流程小, 因为布置氧压机时, 防火规范要求必需有足够多的安全距离等 本项目空分装置暂按选用两套 40000Nm 3 /h 氧气的空分装置计, 由国内空分公司成套提供, 关键机器和阀门等可考虑从国外引进, 以节约投资并增加可靠性 根据要求空分产品氧压力高 流量大 可靠性 安全性要求高等特点, 工艺设备上采用了液氧泵内压缩 增压空气膨胀后进下塔流程, 上 下塔全填料, 先进的集散控制系统并具有自动变负荷等先进控制功能 空压机和增压机均为离心式压缩机, 用同一台汽轮机拖动, 降低了投资并大幅度减少了厂房面积 空气预冷系统中的空冷塔和水冷塔均采用散堆填料塔, 并配有氨蒸发器补充冷量, 确保空气进分子筛吸附器时的温度满足设计要求 空气净化系统主要由两台双吸附剂床层的吸附器 一台双管板的再生蒸汽加热器和切换阀门组成, 切换阀门由 DCS 系统程序自动控制 主换热器由两台高压绕管式换热器和四台板翅式换热器组成, 确保安全操作和可靠性, 又保持较高的换热效率 冷箱内的精馏塔包括下塔上塔采用高质量的规整填料, 最大限度地减少了精馏过程中的不可逆损失, 流程设计中, 设法降低物流的换热温差, 尽量减少换热过程中的不可逆损失, 所以保证了整套空分有较低的能耗指标 液氧泵采用了国内外有很好使用业绩的进口立式 4-39

78 多级离心泵, 液氧经泵加压约 9Mpa 送入高压绕管式换热器复热至常温作为产品氧气送出冷箱, 两台泵一用一备, 备用泵低转速运行, 一旦主泵发生故障, 备用泵可自动在 10 秒内达满负荷运转状态, 保证空分长期连续可靠运行 制冷本项目制冷是用在低温甲醇洗工序, 其最低制冷温度在 -38~40 之间 丙烯和氨同为制冷剂, 二者在制冷功能上很相近, 蒸发温度在 -40 时, 用氨或丙烯制冷都可以 一般的话, 如果项目中有氨为中间产品则以氨为制冷剂, 反之如果项目中有丙烯为中间产品则以丙烯为制冷剂 现就氨和丙烯两种冷媒作比较如下 : (1) 人身安全性氨为无色 具有强烈刺激性气味的有毒物质, 空气中含量达 5.3ppm 时, 人员即可以有所感觉 氨对水的溶解度极高 溶解后成强碱性, 有较强的腐蚀性 被人吸入后可发生肺水肿, 严重者乃至死亡, 同时对人的中枢神经系统造成伤害 工业企业设计卫生标准 中明确规定在居住区空气中氨含量不得超过 0.2mg/m 3 时, 生产车间内不得超过 30mg/m 3 氨一旦泄漏, 人必须疏散 而丙烯无毒性, 不会对人体产生危害 无腐蚀性, 可安全使用 但丙烯的爆炸极限低, 易燃 易爆, 比较危险 (2) 物性 (A) 在 -40 蒸发温度下, 丙烯系统低压侧为正压, 而氨系统为负压 由于制冷系统制冷剂为闭式循环, 长期运行在负压状态, 空气容易进入制冷系统造成制冷效率降低, 并且带来不安全因素 (B) 氨制冷的设备需在负压下操作, 这样设备投资较高 此外, 氨 4-40