年产20万吨甲醇项目可行性报告

化工过程设计可行性研究报告

------年产20万吨甲醇项目

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年产20万吨甲醇项目

1.1 概述

甲醇是重要的基础化工原料，在世界范围内的化工产品中，其产量仅次于乙烯、丙烯和苯，居第四位。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。目前甲醇用于化工生产的产品达数百种，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、合成燃料等。

1.2 市场需求预测

1.2.1 国外市场分析

1.2.1.1 国外甲醇生产现状

2003年全世界甲醇的总生产能力为3952万吨/年，产量为3235万吨，装置平均开工率为81.9%。其中南中美洲是世界上最大的甲醇生产地区，占世界总生产能力的19.2%，其它依次是中东、北美、亚洲、中东欧、西欧等。

近二十年来，世界甲醇工业与天然气的开发同步发展，新建装置大多建在天然气资源丰富的国家或地区。由于这些国家或地区的需求有限，因此大量的甲醇出口到美国、西欧和日本，而美国、西欧和日本的甲醇装置由于经济性的原因，已逐步减产或关闭，转而进口甲醇。如日本曾是世界主要的甲醇生产国，到现在已无甲醇生产，预计这种趋势将会进一步发展。

预计在今后一段时期内世界甲醇的生产能力仍将有较大的增长，特别是在中东等天然气资源丰富的国家或地区。这些国家将利用当地廉价的油气资源，建设一系列超大型的甲醇生产装置。预计，到2007年，全世界甲醇的生产能力将达到4974万吨/年。 1.2.1.2 国外甲醇消费状况

2003年，世界甲醇的消费量为3235.2万吨。亚太已经成为世界最大的甲醇消费地区，消费量占世界总量的33.45%，其次是北美占28.73%、西欧占20.24%、中东占6.77%、中东欧占6.05%、南美洲占3.87%、非洲占0.86%。

在世界范围内甲醇的消费结构中，甲醛是最大的消费领域，占总消费量的37%，其次是MTBE/TABE，占28%，第三是醋酸，占7%，

其它消费领域所占份额较小。

预计，在2003-2007年间，用于生产甲醛的甲醇需求量将保持2.85%的年均增长速度，MTBE方面的需求量则有较大程度的下降，为-5.08%，醋酸方面的增长较快，为4.75%。其它增长较快的消费领域有甲醇作直接燃料和TAME，二者的年均增长率将分别达到6.37%和5.97%。

1.2.1.3 国外甲醇需求预测

从目前世界甲醇的供求平衡来看，存在供求缺口的是北美、亚洲和西欧。其中缺口最大的是北美，其次是亚洲和西欧。甲醇生产过剩最严重的地区是南中美洲，其次是中东和大洋洲。预计今后世界甲醇地区性供求不平衡的情况将进一步加剧，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，但变化不会很大。甲醇过剩的地区，尤其是中南美、中东和大洋洲随着大型甲醇的建设，甲醇过剩会进一步加剧。

预计，在2003-2007年间，全世界范围内甲醇需求仍将保持一定程度的增长，到2007年总需求量将达到3723万吨，年均增长率为3.57%。从地区来看，美国、西欧和日本等发达国家的甲醇市场已经成熟，其需求将保持低速增长或有一定程度的下降，其中美国由于禁止使用MTBE，使得甲醇的消耗量有一定的下降，年均增长率为-1.59%，西欧的年均增长率为2.07%。由于亚洲地区经济发展迅速，尤其是中国经济的高速发展，亚洲地区对甲醇的需求量将保持较快的

增长速度，整个亚太地区甲醇的年均增长率将达到6.94%。 根据预测，到2007年，全世界甲醇的生产能力将达到4974万吨/年，而届时的需求量仅为3723万吨。2007年甲醇装置的开工率将降低到74.8%左右，因此，届时甲醇的市场竞争将会十分激烈。预计到2010年世界甲醇的需求量为4018万吨，2003-2010年间增长速度为3.1%。

根据预测，到2007年，全世界甲醇的生产能力将达到4300-4500万吨/年，而届时的需求量仅为3460万吨。2007年甲醇装置的开工率将降低到80%-77%之间，因此，届时甲醇的市场竞争将会十分激烈。

1.2.2 国内市场分析

1.2.2.1 国内甲醇生产现状

2004年中国甲醇生产能力已达600万吨/年，生产装置200多套，产量为440.64万吨。单套最大规模是上海焦化有限公司和榆林天然气化工厂的20万吨/年甲醇装置。10-20万吨/年规模的有18套，5~10万吨/年（不含10万吨/年）的有20多套。其余小甲醇多是煤头的联醇装置。

2004年我国主要甲醇生产装置（单位：万吨／年） 序号 名 称 1 上海焦化有限公司 生产能力 20+15 备 注 煤 序号 名 称 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 四川维尼纶厂 榆林天然气化工厂 大庆油田甲醇厂 内蒙古伊化集团 川西北甲醇厂 长庆油田甲醇厂 格尔木炼油厂 齐鲁石化公司 鲁南化肥厂 哈尔滨气化厂 土哈油田甲醇厂 中原气化股份有限公司 山东滕州盛隆焦化厂 生产能力 14+10+10 备 注 天然气和乙炔尾气 5+8+10+20 天然气 10+10 18 10 10 10 10 10 6+8 8 2+8 12 天然气 天然气 天然气 天然气 天然气 煤 煤 煤 天然气 煤 焦炉气 煤 焦炉气 河南蓝天集团遂平化工厂 10+10 曲靖大为焦化制供气有限8 公司 17 湖北宜化集团有限责任公10 司 煤 18 19 浙江巨化集团公司 湖南智成化工有限公司 10 12 煤 煤 序号 名 称 20 生产能力 备 注 煤 山东兖矿国泰化工有限公20 司 注：数据由石油和化学工业规划院整理

近年来，我国甲醇产量有较大的增长，1998-2004年间，甲醇产量的年均增长率为19.8%。虽然国内甲醇产量增长很快，但开工率一直较低，尤其是在1998-2002年间，开工率一直在40-55%之间。2003和2004年由于甲醇需求旺盛、价格高，开工率上升到近年来的高峰，达到62%和73%。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。

1998～2004年国内甲醇生产情况（单位：万吨，％） 年份 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2004 能力 359.9 368.4 370 370 386 500 600 产量 148.87 179.37 198.69 206.48 211 298.87 440.64 开工率 41.36 48.69 53.7 55.81 53.63 62.29 73.44 注：数据来自中国石油和化学工业协会

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，有的已经开展开工建设，这些项目主要有：

在建和计划建设的项目（单位：万吨/年） 序号 名称 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 四川泸天化股份公司 河南省中原气化公司 中国海洋石油总公司 陕西神木煤化工基地 内蒙古天野化工集团 生产能力 备注 40 30 60 20 20 进展 天然气 建设 天然气 建设 天然气 建设 煤 建设 天然气 建设 煤炭 煤 建设 建设 河南开祥电力投资公司 25 河南永煤集团 山西焦化集团 陕西渭化集团 玉门油田 格尔木甲醇厂 吐哈油田甲醇厂 50 12 20 10 30 新增16 焦炉气 建设 煤 建设 天然气 建设 天然气 建设 天然气 建设 序号 名称 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 河南中原大化集团 新疆石油管理局 大连化工集团 山东兖矿集团 河北建滔集团 光山化肥厂 生产能力 备注 50 20 30 20 10 20 煤 进展 建设 天然气 建设 煤 建设 焦炉气 建设 焦炉气 建设 煤 建设 山西天浩化工有限公司 10 宁夏煤炭集团 25 焦炉气 建设 煤 煤 煤 建设 设计 设计 安徽省淮北中外合资公司 50 中新化工股份有限公司 20 香港建滔化工集团 75 天然气 前期 煤 前期 宁夏宝塔石化集团公司 60 重庆化医控股（集团）公85 司 天然气 前期 26 27 江西正邦集团 河北新奥集团 20 60 煤 煤 前期 设计 注：数据由石油和化学工业规划院整理

经不完全统计，新建项目产能达到1000万吨左右，经分析后预计在2007年前后将新增甲醇生产能力在600--700万吨/年左右，届时

我国甲醇生产能力将达到1200--1300万吨／年，考虑到不具备竞争能力的小型甲醇装置将逐步淘汰的发展趋势，预计到2007年，国内实际新增甲醇能力在500-600万吨/年左右，届时国内甲醇的生产能力将达到1100--1200万吨/年左右。 1.2.2.2 甲醇消费状况

近年我国甲醇需求增长迅速，消费量由1998年的215.1万吨增长到2004年的573.21万吨，1998~2004年年均增长速度为17.7%。虽然中国甲醇生产能力已不算低，但是由于规模小、竞争力差，每年还要进口大量的甲醇，除了2002年达到180万吨的高峰以外，其他年份均在130--140万吨之间，2004年进口量为135万吨。 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，2004年达到历史最高点，国内满足率达76.8%。满足率上升的主要原因是国内经济的快速增长，使得甲醇的需求大幅增加。另外世界范围内能源（石油、煤炭、天然气）价格的上涨，造成了化工产品价格大幅飙升，甲醇价格也达到近年来的高峰，而且一直维持在高位徘徊。甲醇的高价格刺激了企业的生产，使得国内产量大量增加，2002－2004年产量年增长率达到45.9%。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，使得甲醇成本增加，整个行业的竞争力没有得到明显的改善。 近年国内甲醇供需情况（单位：万吨，％）

年 份 产 量 进口量 出口量 表观消费国内满足量 率 69.22 62.33 60.36 57.75 53.50 68.87 76.87 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2004 148.9 197.4 198.7 206.5 207 298.87 440.64 69.1 137.4 131 152.1 180 140.16 135.85 2.9 0.1 0.5 1 0.1 5.08 3.28 215.1 316.7 329.2 357.6 386.9 433.95 573.21 注：数据来自中国石油和化学工业协会和中国海关

甲醇的下游衍生物主要有甲醛、醋酸、甲基叔丁基醚、甲胺、对苯二甲酸二甲酯、聚乙烯醇、甲烷氯化物、甲基丙烯酸甲酯、硫酸二甲酯、碳酸二甲酯等。2004年在甲醇衍生物消费结构中，甲醛是第一消费大户，占38.9%，MTBE占第二位，为7.1%，醋酸占第三位，占6.6%。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在民用燃料上，2004年所占比例达到11.3%。2004年中国甲醇的消费结构如下表： 2004年国内甲醇消费结构（单位：%）

序号 1 2 产品名称 甲醛 醋酸 比例 38.9% 6.6% 序号 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 产品名称 MTBE 甲胺 DMT 甲烷氯化物 二甲醚 医药 农药 溶剂 燃料 其他 合计 比例 7.1% 5.8% 2.4% 2.4% 1.6% 8.2% 4.9% 5.1% 11.3% 5.7% 100.00% 注：数据由石油和化学工业规划院整理 1.2.2.3 甲醇需求预测

甲醇作为最基础的有机原料，广泛应用于化学工业生产中。最常见的甲醇衍生物有甲醛、醋酸、甲基叔丁基醚、甲胺、对苯二甲酸二甲酯、聚乙烯醇、甲烷氯化物、甲基丙烯酸甲酯、硫酸二甲酯等。 随着国民经济的快速发展，今后我国甲醇的需求仍将保持较为强劲的增长势头，根据近期国内甲醇消费市场的发展状况分析，预计到2007年我国甲醇的需求量总量为866万吨，年均增长率为14.7%，

届时我国甲醇的产能为1100-1200万吨/年左右，考虑一定的开工率，2007年我国甲醇的供求基本平衡，但竞争将十分激烈。

到2012年，我国甲醇总的消费需求量约为1450万吨，年递增率约为10.8%。其中增幅较大的是用于甲醇燃料、醋酸和二甲醚的生产。如果考虑到甲醇制烯烃所需的甲醇量，2012年甲醇的总需求量将可能达到2420万吨。

1.2.3 国内外产品价格分析

从1996~2005年以来国内甲醇价格波动较大，最低时低于1200元/吨，最高时达到3000元/吨，变动范围超过100%。

近年国内外市场甲醇价格变化情况表（单位：元/吨，美元/吨）

年份 国内市场价格 进口平均价国际市场价格 格 1996 1997 1998 1999 2000 2001 2002 2003 2450～2600 160.8 2400～3000 205.9 1200～2400 117.9 1250～1500 108.4 1950～2000 143.8 1550～1750 139.9 1360～2250 152.0 2150～2950 234.0 140～189 226～233 97～138 100～135 160～200 150～168 130～190 190～260 年份 国内市场价格 进口平均价国际市场价格 格 2004 2100--2950 254.5 265.6 205-295 240--295 2005年1-81850--2700 月 平均价格 1826-2410 178.2 163.8-210.3 注：数据来自石油和化学工业协会和中国海关

国内甲醇价格的大幅波动主要是受到国际市场价格的影响。1998年、1999年世界甲醇市场竞争激烈，甲醇价格最低跌到1200～1250元/吨。同期世界原油价格也跌入谷底，最低达到10美元/桶左右，因此，受世界原油价格影响，甲醇价格一直处于较低水平，进口到岸价约为110美元/吨左右。

2000年以来，随着世界原油市场的大幅上涨，甲醇价格也一路上扬，进口平均价格超过140美元/吨，国内甲醇价格也开始走高，甲醇价格曾超过2000元/吨，2001年国内价格又开始回落，企业出厂价最高为1873元/吨，最低为1393元/吨，均价在1550－1750元/吨左右。进入2002以后，甲醇价格大幅攀升，1月份甲醇为1360元/吨，到年底涨到3000元/吨左右。2003年和2004年市场甲醇价格基本保持在2100～2850元/吨之间波动。

2005年初，国内甲醇价格基本延续高价位的行情，华东、华南地区市场价格在2600-2750元/吨，二季度甲醇价格有所下跌，主流市场价格降低到2100-2450元/吨，7月和8月国内甲醇价格继续下跌

到1900-2000元/吨，近期甲醇价格下跌的主要原因是由于存货较多，但甲醇需求仍然较为平稳。

近年来，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。在国内市场上，由于近年来进口产品大量涌入，使得国内甲醇的价格已经与国际市场接轨。

从近期国际市场原油、天然气价格的走势及对将来的预期来看，短期内原油、天然气价格难以有较大的下降，有关权威机构预计，即使油价下降也难以降到35美元/桶以下，因此，考虑到甲醇的供求状况以及过去历年的价格变化趋势，预计，短期内国内主要消费市场甲醇价格在2200-2400元/吨之间，中长期甲醇价格将在1900—2100元/吨之间变化。考虑到本项目产品的目标市场以及由此产生的运输费用等情况，并适当保留一定的余量，本项目经济效益测算甲醇价格选取为1500元/吨。

1.3 产品方案及生产规模

1.3.1 产品方案

本装置的产品方案为年产甲醇20万吨，甲醇产品符合国家GB338-92标准和国际标准“A-A”级标准，年副产硫磺2.3万吨，符合国家GB-2449－92标准。同时生产10250 Nm3/h的CO供醋酸装置。

1.3.2 生产规模

八十年代中后期，根据世界甲醇市场的需求和相关工业技术的水平，世界甲醇装置的规模在30～50万吨/年之间。

进入九十年代，随着中东、南美等地区大规模天然气田的开发，丰富廉价的天然气资源使得世界的甲醇生产向中东和南美等地区集中，供应着世界很多地区甲醇产品的需求，因此甲醇装置的规模不断加大，最大的单系列甲醇装置已达达170万吨/年。

随着由甲醇生产二甲醚和烯烃（MTO和MTP）工艺技术的发展，提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，近年来那些集中向全球供应甲醇的地区，或者与甲醇制二甲醚和烯烃（MTO和MTP）装置联合建设的项目，有建设大型和超大型甲醇装置的趋势，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、建厂地点、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/年级左右是经济的。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、提高产品有竞争力的原则，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，本项目确定甲醇装置建设规模为20万吨/年，已经达到经济规模，将成为国内最大的甲醇装置之一。

1.4 工艺技术方案

1.4.1 生产工艺技术及比较

本项目采用以煤为原料生产甲醇，主要由煤气化、甲醇合成和甲醇精馏等装置构成。 1.4.1.1 煤气化

目前国际上先进的煤气化工艺技术主要是Shell公司的SCGP粉煤加压气化工艺、美国德士古公司的水煤浆加压气化工艺和德国未来能源公司的GSP粉煤加压气化工艺。

近十年来，在中国的化肥工业中，美国德士古公司的水煤浆加压气化工艺已有四套应用的业绩，另外还有几套装置正在建设中。 Shell公司的SCGP工艺是粉煤加压气化工艺，是近年发展起来的先进煤气化工艺之一，已成功地用于联合循环发电工厂的商业运营。目前国内已有湖北双环、广西柳化、湖南洞氮、湖北枝江等13套装置在建或已签合同。

GSP工艺技术采用气化炉顶干粉加料与反应室周围水冷壁结构，

是较为先进的气化技术。目前国内多家企业计划引进该技术建设大型煤化工装置。

根据本工程的特点，煤气化工艺在Texaco工艺、Shell工艺和GSP工艺中选择。

（1）Texaco水煤浆气化工艺

Texaco工艺采用水煤浆进料、液态排渣、在气流床中加压气化，水煤浆与纯氧在高温高压下反应生成煤气。国内引进的渭河、鲁南、上海焦化、淮南四套装置，现均已投运，Texaco水煤浆气化工艺具有如下特点：

★对煤种有一定适应性。国内企业运行证实水煤浆气化对使用煤质有一定的选择性：气化用煤的灰熔点温度t3值低于1350℃时有利于气化；煤中灰分含量不超过15%为宜，越低越好，煤的热值高于26000kJ/kg，并有较好的成浆性能，使用能制成60～65%浓度的水煤浆之煤种，才能使运行稳定。

★气化压力高。工业装置使用压力在2.8～6.5MPa之间，可根据使用煤气的需要来选择。

★气化技术成熟。制备的水煤浆可用隔膜泵来输送，操作安全又便于计量控制。气化炉为专门设计的热壁炉，为维持1350～1400℃温度下反应，燃烧室内由多层特种耐火砖砌筑。热回收有激冷和废锅两种类型，可以煤气用途加以选择。

★合成气质量较好。其有效组分（CO+H2）含量占80%，甲烷量<0.1%。碳转化率95～98%。冷煤气效率70～76%，气化指标较为

先进。由于水煤浆中含有35～40%水分，因而氧气用量较大。 ★对环境影响较小。气化过程不产生焦油、萘、酚等污染物，故废水治理简单，易达到排放指标。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。

★国产化程度高，投资较低。国内已经完全掌握了Texaco气化工艺，主要设备都可以国产化，只引进烧嘴、煤浆泵等少量设备，因此，投资省。

★由于国内已经完全掌握了Texaco气化工艺，积累了大量的经验，因此设备制造、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。

（2）壳牌（Shell）干煤粉气化工艺

壳牌（Shell）干煤粉气化工艺在1972年就开始基础研究，1993年在荷兰建成日处理煤量为2000吨的单系列大型气化装置。壳牌粉煤气化工艺具有如下特点：

★采用干煤粉作气化原料，煤粉用惰气输送，操作十分安全。对煤种的适应性比较广泛，从较差的褐煤、次烟煤、烟煤到石油焦均可使用；对煤的灰熔点适应范围比其它气化工艺更宽，即使是高灰分、高水分、高硫的煤种也能使用。

★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+H2达到90%。

★氧耗低。采用干煤粉进料与水煤浆气化相比不需在炉内蒸发水分，氧气用量因而可减少15～25%，从而降低了成本。配套空分装

置规模相对缩小，投资也可相应降低。

★气化炉采用水冷壁结构，无耐火砖衬里。水冷壁设计寿命按25年考虑。正常使用维护量很小，运行周期长，也无需设置备用炉。 ★每台气化炉设有4～6个烧嘴，对生产负荷调节更为灵活。Shell烧嘴保证寿命为8000小时，已超过连续16000小时运行。 ★热效率高。Shell煤气化的冷煤气效率达到78～83%，其余～15%副产高压或中压蒸汽，总的原料煤的热效率达98%。

★对环境影响小。气化过程无废气排放。系统排出的融渣和飞灰含碳低，可作为水泥等建筑材料，堆放时也无污染物渗出。气化污水不含焦油、 酚等，容易处理，需要时可作到零排放。

★国产化程度较低，投资较高。Shell气化炉非常复杂，加工和制造难度大，主要设备如气化炉内件需从国外进口，国产化程度较低，由此造成投资大，是Texaco气化工艺的1.4-1.5倍。

★目前世界上仅有一套用于发电的Shell气化炉在运行，Shell气化炉用于化工生产尚无先例，因此，开车运行经验少，可靠性有待验证。由于气化炉庞大且复杂，在设备制造、安装和工程实施方面难度大，周期长，预计达标达产时间也较长。 （3）未来能源GSP干煤粉气化工艺

GSP工艺技术于上世纪70年代末由前民主德国的德意志燃料研究所开发，目的是用高灰分褐煤生产民用煤气。1984年，在黑水泵市（SchwarZePumpe）的劳柏格（Laubag）电厂建立了一套130MW冷壁炉的商业化装置，原料处理能力为720吨/天，该装置运行了10

多年，未更换过气化炉烧嘴的主体和水冷壁。目前该技术属于未来能源公司GmbHF。GSP工艺技术有以下特点：

★GSP气化原料的适应范围广，可以气化褐煤、烟煤、无烟煤和石油焦，对煤的活性基本没有要求，对煤的灰熔点适应范围比其他气化工艺更宽，对于高灰份、高水分、高含硫煤同样适应。

★GSP气化工艺的气化温度为1400--1600℃，碳转化率可达99%以上，甲烷含量低，煤气中有效组分（CO+H2）达90%以上，煤的消耗低。

★GSP气化采用干粉进料，与水煤浆相比氧耗降低15%-20%，可以减少空分能力，节约投资。

★已投入运行的气化炉压力为3.0Mpa，单炉日处理煤720吨。可以设计2000-2500吨/天，甚至更大能力的气化炉。

★热效率高，冷煤气效率为78%-83%，其余15%-20%热能可通过副产蒸汽进行回收，总气化热效率约为98%。

★GSP气化炉的开工率高，维修基本上是每年一次，烧嘴的设计寿命为8000小时，实际使用以达10年未出现问题。气化炉的开停车比较灵活，所需时间比较短。

★气化炉渣经激冷后成玻璃状颗粒，性质稳定，不污染环境。气化污水少，有害组分低，容易处理，可达标排放。

★目前GSP气化炉仅有一套720吨/天的装置运行，装置能力较小，工程放大还有一定风险。气化炉的结构较为复杂，需引进，国产化程度较低。

★与Shell气化工艺相同，GSP气化炉用于化工生产尚无先例，开车运行经验少，可靠性有待验证。 三种气化工艺比较如下：

壳牌、德士古和GSP煤气化工艺比较 序工艺名称 号 气流床、液态排气流床、液态气流床、液态排1 气化工艺 渣 2 3 4 5 6 适用煤种 油焦 气化压力 MPa 气化温度 ℃ 气化剂 进料方式 2.0-4.0 1400-1600 氧 干煤粉 浆 7 单炉最大投煤量 5000 t/d 氧气消耗 (每8 km3CO+H2) 9 碳转化率 % ³99 78-83 95-98 70-76 ³99 78-83 330-360 380-430 330-340 2000 720 油焦 油焦 常用2.7-6.5 2.0-4.0 1300-1400 1400-1600 氧 60-65%水煤干煤粉 氧 排渣 渣 褐煤、烟煤、石各种烟煤、石褐煤、烟煤、石壳 牌 德士古 GSP 10 冷煤气效率 % 序工艺名称 号 11 煤气中CO+H2 % ~90 12 总热效率 % 13 操作弹性 % 14 对环境影响 工艺技术先进性和15 可靠性 16 工艺技术可靠性 一般 17 投资比较 18 设备国产化程度 炉内件 制造、安装周期、19 工程实施难度 20 开车运行经验 21 达标达产时间

从以上三种气化工艺的特点可以看出，壳牌和GSP均属于粉煤气化工艺，与德士古水煤浆气化工艺相比，在煤种适应性、氧气消耗、碳转化率、热效率等方面占有一定的优势，但在技术的可靠性、投资、国产化、工程实施、生产经验等方面不如德士古气化工艺。

经验少 预计较长 经验丰富 短 经验少 预计较短 难度大 难度小 难度较小 嘴、煤浆泵 炉 高 高 较低 一般 较低 先进 较先进 先进 ~80 ~90 90（激冷流程） 50--130 低 壳 牌 德士古 GSP 98（废锅流程） 90-95 50--130 低 70--110 较低 较低，引进气化高，引进烧较低，引进气化根据气化煤种的性能和三种气化工艺特点的分析，壳牌煤气化工艺和GSP粉煤气化工艺均可以作为本项目的备选气化工艺，具体采用何种工艺，需在下一阶段进行详细比较分析，现阶段本项目暂按GSP粉煤气化工艺编制。 1.4.1.2 CO制备

CO制备由酸性气体脱除、CO分离、CO压缩组成。 （1）酸性气体脱除

由于自煤气化装置来的合成气中含有H2S、COS和二氧化碳气体，因此在分离CO前需对气体进行酸性气体脱除。

酸性气体脱除采用低温甲醇洗工艺。只需设置低温甲醇洗装置一段吸收系统，在脱硫的同时脱除二氧化碳气体，与甲醇装置低温甲醇洗工序用同一套再生系统。 （2）CO分离

目前工业上从混合气中分离CO有四种方法：铜氨液法、变压吸附法（PSA法）、COSORB法和深冷分离法。 ★铜氨液法

铜氨液法是利用含有亚铜离子和碳酸（或醋酸）的氨水溶液为吸收剂，在常温及10Mpa下，吸收混合气中的CO。该法缺点是设备腐蚀严重，络合物稳定性差，因此后来很少采用。 ★变压吸附法（PSA法）

变压吸附法是一种较新的CO分离工艺，目前在工业上已得到广

泛采用，利用变压吸附法可以分离H2、O2、CO2、CO等气体。 变压吸附法的优点是可以适用于多种气体来源，如合成氨尾气、焦炉气、水煤气等，但缺点是对原料要求高，如当原料气中CH4+Ar、氨、CO2等成分较高时，制得的CO纯度较低。另外在原料气中CO浓度较低时，采用变压吸附法不经济。

变压吸附法的分离过程较为复杂，须先用一套装置脱出比CO吸附能力强的CO2、水和硫化物等。再用另一套装置回收CO，其纯度可大于96％，回收率约为70％。变压吸附法的规模有一定限制，若处理量大于9000Nm3／h时，需要多套装置并联操作。 ★COSORB法

COSORB法的吸收溶液是将氯化亚铜和氯化铝溶于甲苯溶液中制成的。该溶液在常温常压下与原料气中的CO形成分子络合物，吸收后的溶液在80-90℃下进行解析即可分离出CO。该法具有吸收溶液稳定性好、选择性高、CO收率和纯度高、操作条件温和等优点，但缺点是对原料气中杂质要求苛刻，如原料气中含有H2O、02、H2S及氨时，易与吸收溶液发生分解反应，使溶液吸收能力下降，反应常生成HCl，使设备腐蚀；如含有不饱和烃，则与吸收溶液反应生成聚合物，堵塞管道。另外吸收溶液怕水，使得溶液配置以及装置开车过程复杂。 ★深冷分离法

深冷分离法制取CO有两种方法，即部分冷凝法和甲烷洗法。部分冷凝法是利用CO与其它气体冷凝点的差别，在-165-- -210℃的低

温下，使某一组分或几个组分冷凝液化，其它组分保持气态，从而将CO分离。

甲烷洗工艺使利用低温下甲烷对CO溶解力强的特点，在洗涤塔中用液态甲烷洗涤原料气中的CO，再通过精馏得到高纯度的CO和氢气。

深冷法有以下特点：

●收率高，可以同时得到高纯度的CO和氢气 ●流程简单，装置占地少，操作简单 ●在高压状态下，分离CO容易 ●工艺成熟可靠，操作成本低

但用深冷法分离CO的原料气中，对N2、H2O和CO的含量要求较高，否则在低温条件下容易堵塞管道。

本项目为醋酸装置制取CO，要求CO的纯度为98%以上，而富氢气可返回甲醇合成系统。

通过以上分析后可以看出，变压吸附法操作较为复杂，不利于大规模制备CO；COSORB法操作条件苛刻，腐蚀严重，也不宜采用。本项目推荐采用深冷法分离CO，而部分冷凝和甲烷洗工艺均可以同时得到高纯度的CO和氢气，应此两种工艺均可以采用，最终采用那种工艺将根据专利费和设备的报价的情况决定，在本项目中暂按部分冷凝工艺进行编制。该工艺具有可以利用低温甲醇洗冷量、主要设备在一个密闭的冷箱内，占地少、CO纯度高（99％）、操作稳定的特点。

1.4.1.3 甲醇合成

目前世界上甲醇生产主要采用低压法（5～10Mpa），七十年代后国外新建的大中型甲醇装置全部采用低压法，低压法是大规模甲醇工业化装置的发展主流。各种甲醇工艺过程类似，主要区别在于反应器的设计、反应热的移走及回收利用方式的不同，另外所用催化剂亦有差异。结合本项目的情况，甲醇合成选用8.0Mpa低压法工艺。 甲醇合成系统包括合成气压缩（等压合成除外）、甲醇合成、热量回收、甲醇分离等。甲醇合成塔是核心设备，目前先进的合成塔主要有以下几种：

（1）多段冷激式甲醇合成塔

多段冷激式甲醇合成塔是采用固定床4段冷激式绝热轴向流动的甲醇合成塔。在中低压条件下使用铜基催化剂进行甲醇合成反应，其热量通过特殊设计的菱形分布系统将冷激气体喷入床层中间带走，以调节合成塔内温度。英国ICI公司甲醇合成塔属于这种形式。 目前世界上大型甲醇装置中,有很多采用多段冷激式甲醇合成塔。近年来，在原来的基础上，对冷激式合成塔进行了大量、多方面的改进和完善，陆续推出了一系列冷激式合成塔的改进型。冷激式合成塔有以下特点：

——合成塔单系列生产能力大，适合大型或超大型装置。 ——甲醇合成塔设备结构简单，催化剂装卸方便。

——采用特殊设计的分布系统进行冷激，温度控制较为方便。 ——不能回收甲醇合成产生的高位热能，合成回路循环气量大。

——存在催化剂段间返混现象，合成塔出口甲醇含量低。 ——催化剂时空产率不高，用量较大。 （2）管束式甲醇合成塔

管壳式甲醇合成塔是反应塔管间副产蒸汽的等温反应器，管内装填催化剂，在中低压条件下进行甲醇合成反应，由管间沸水移出热量，并产生中压蒸汽，以控制床层温度，延长催化剂寿命，控制副反应的发生，德国Lurgi公司的甲醇合成塔为此种形式。中国国内列管型或绝热—列管型合成塔也属此类。

为了适合装置大型化的发展，Lurgi公司对管壳式甲醇合成塔进行了改进，发明了两段等温甲醇合成工艺（气冷-水冷双塔），该工艺有两台管壳式甲醇合成塔组成，第一合成塔采用副产中压蒸气的方式移出反应热，第二台反应器产生的反应热则通过与新鲜合成气逆流换热方式脱除，在第二台反应器中，新鲜合成气在馆内通过，反应气走壳层。

与单个管壳式合成塔工艺相比，两段等温甲醇合成工艺有以下特点：

——与单台反应塔相比，第一反应器尺寸减少了约50%。 ——减少了约50%的合成气循环比。 ——热量回收效率高，减少了冷却成本。 ——单系列能力可以达到5000吨/天以上。

——整个合成回路（包括循环压缩机、热交换器等）的投资减少近40%。

（3）多段径向甲醇合成塔

日本TEC公司开发了一种新的甲醇合成塔，它是多段、间接冷却、径向流动的合成塔，也称为MRF反应器。该反应器由外筒、催化剂筐以及许多垂直的沸水管，即反应器的冷却管组成。冷却管埋于催化剂层中，合成气由中心管进入，然后径向流动通过催化剂层进行反应，反应后的气体汇集于环形空间，由上部出去。冷却管吸收反应放出的热量发生蒸汽，根据反应的放热速率和移热速率，合理选择冷却管的数量和间距，则使反应过程按最佳温度线进行。MRF反应器有以下特点：

——气体径向流动，流道短，空速小，因此压降很小，约为轴向反应器的十分之一。

——床层与冷管之间的传热效率也很高，每吨甲醇能产生1吨多蒸汽（在给水预热的条件下）。 ——单程转化率高，循环气量小。 ——反应过程按最佳温度线进行。

（4）绝热式甲醇合成塔

对于大型或超大型的单系列甲醇装置，丹麦Topsoe公司采用3台串联绝热式甲醇合成塔，在第一、第二甲醇合成塔出口设废热锅炉回收热量，第三甲醇合成塔出口气体预热第一甲醇合成塔的人口气体。Topsoe公司的绝热式甲醇合成塔与多段激冷式合成塔相比有以下特点：

——较高的单程转化率。 ——较低的催化剂用量。 ——热量回收好。

——设计简单，设备制造容易，便于运输。 ——单系列生产能力大。

——缺点是设备台数多，流程复杂，投资较大。 （5）Casale轴径向混合流合成塔

Casale开发的大型轴径向甲醇合成塔的主要结构特点： ——环形的催化剂床顶端不封闭，侧壁不开孔，造成催化剂床层上部气流的轴向流动

——床层主要部分气流为径向流动；

——催化剂筐的外壁开有不同分布的孔,以保证气流分布； ——各段床层底部封闭，反应后气体经中心管流入合成塔外的换热器,回收热量。

由于不采用直接冷激，而采用塔外热交换，各床层段出口甲醇浓度较高，所需的床层段数较少。由于床层阻力降的明显减少（比ICI轴向型塔减少24%），所以可增加合成塔高度和减少壁厚，可选用高径比的塔，以降低造价。与冷激式绝热塔相比，轴径向混合流塔可节省投资，简化控制流程，减少控制仪表。

轴径向合成塔的缺点是催化剂筐需要更换，催化剂装卸复杂。优点是大型化的潜力大。轴径向合成塔的生产能力取决于塔的高度，合成塔过高造成催化剂装卸困难。一般塔高为16m，相应的生产能力

为5000 t/d。

总之，上述各种合成塔都有工业化装置的业绩，各有优缺点，技术上都是成熟的。可根据甲醇装置的规模，建厂的地点，以及运输等条件，再针对各种合成塔的特点进行选择。本项目甲醇合成塔暂按管壳式甲醇合成塔编制。 1.4.1.4 甲醇精馏

甲醇装置精馏工艺有两塔流程和三塔流程之分。其比较如下表所示。

甲醇精馏两塔和三塔流程比较 序号 项目 1 2 3 4 5 6 相对投资比 相对能耗 流程 操作控制 占地 两塔流程 1.0 10. 简单 简单 较小 三塔流程 1.15 0.6—0.7 较复杂 较复杂 较大 技术成熟程度 现工业化实用技现工业化实用技术 术

两塔和三塔流程的工艺指标基本相当，主要区别在于热量的消耗。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，但设备投资较高且操作相对较复杂。两塔流程采用单效流程，冷却水和热

能的消耗较高，但设备投资较低，操作简单，此两种工艺各有优缺点。三塔流程产品纯度高，能耗只有两塔流程的60～70%，而投资只比其高15%左右，对于大型装置多采用三塔流程，而两塔流程则适合中、小型装置。本工程甲醇精馏采用三塔精馏工艺。

1.4.2 推荐的工艺技术、来源及引进范围

通过对甲醇生产工艺技术的比较分析，本项目确定选择以下工艺技术： （1）煤气化

壳牌煤气化工艺和GSP粉煤气化工艺均可以作为本项目的备选气化工艺，现阶段本项目暂按GSP粉煤气化工艺编制。气化压力为2.5Mpa，选择两台气化炉能力为1500吨/天的气化炉。

为煤气化配套的空分装置，采用1套制氧能力为65000 Nm3/h的空分系列，推荐液氧泵内压缩流程。 煤气化技术和主要设备由国外引进。 （2）CO制备

推荐采用深冷法部分冷凝工艺。技术和主要设备由国外引进。 （2）甲醇合成和压缩

甲醇合成压力为8.0Mpa，甲醇合成塔暂按管壳式甲醇合成塔编制。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、基础工程设计等。 （3）甲醇精馏

甲醇精馏采用三塔精馏工艺。

1.5 原、辅助材料及公用工程消耗

1.5.1 主要原、辅助材料消耗

主要原、辅助材料消耗及来源表（含CO制备消耗） 序号 名称及规格 单位 单耗 年耗量（万单来源 位） 1 2

原料煤 t 1.52 4.3 91.2 258 本地供应 外购 氢氧化钠（42%） kg 1.5.2 公用工程消耗

公用工程消耗表（含CO制备消耗） 序号 名称及规格 1 2 3 4 5 电 冷却水 脱盐水 单位 kWh t t 单耗 209 254 5.88 -1.52 0.34 小时耗量 15682 19016 441 -114 25.7 蒸汽（0.35Mpa） t 蒸汽（1.0Mpa） t 序号 名称及规格 6 7 8

单位 单耗 3.21 -2.61 31 小时耗量 240 -195.6 2270 蒸汽（4.0Mpa） t 凝液 仪表空气 t Nm3 1.6 装置占地及定员

20万吨/年甲醇装置占地面积为280000平方米，生产定员为300人。

1.7 主要污染物排放量及处理方式

主要污染物排放量及处理方式表

排放量 序号 名称 一 1 气 低温甲醇洗59000 COS、甲醇、CO2、2 废气 3 N2 高空排放 连续 8580 COS、SO2、H2S、CO2、硫回收尾气 连续 N2 高空排放 废气 m3/h 主要成分 式 送火炬燃烧 NH3、H2S、H2、CO2 连续 排放方处理方式 变换气体尾505 排放量 序号 名称 甲醇合成驰9450 4 放气 5 二 1 主要成分 排放方处理方式 式 送燃料系统 甲醇、CO、H2、CH4 连续 甲醇膨胀气 1360 甲醇、CO、H2、CH4 连续 废水 气化废水 8 m3/h 18 送燃料系统 送污水处理场 送污水处理COD、BOD、SS、NH3、连续 硫化物 COD、甲醇 连续 2 含甲醇废水 低温甲醇洗2 场 送污水处理COD、甲醇 废水 三 1 废渣 气化废渣 0 110 2

废催化剂 金属氧化物 间断 收 t/a 22370 间断 水泥 催化剂厂回 连续 场 综合利用制3 1.8 投资估算及静态效益指标

1.8.1 投资规模估算

建设20万吨/年甲醇装置的总投资为 191898万元，其中建设投资为172891万元。

1.8.2 静态经济效益指标

静态经济效益指标表 序号 项 目 名 称 1 2 3 4 5 6 7 8 总投资 其中∶建设投资 建设期利息 全额流动资金 年销售收入 年总成本 年利税额 年利润额 投资利税率 投资利润率 单 位 数 量 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元 % % 191898.66 172891.44 11476.80 7530.43 90000.00 50176.85 39823.15 29008.74 20.75 15.12 5.95 备 注 价格1500元/吨 包括3年建设期 投资回收期(所得税前) 年 1.9 结论及建议

（1）目前国内甲醇建设已经形成热潮，新建项目很多，预计今后

甲醇市场竞争会十分激烈。建议为了降低甲醇市场风险，应大力发展甲醇下游产品，将甲醇转化为本地或国内市场较为短缺的产品，既可以分散甲醇市场风险，也可以达到提高产品的附加值的目的。 （2）建设20万吨/年甲醇装置，已经达到经济规模，将处于国内领先水平。甲醇生产工艺技术均成熟可靠，技术来源可以采用引进和国产化相结合，达到技术水平先进、投资省、生产成本低的目的。 （3）加强对外合作渠道，实施战略联盟策略。在甲醇建设和发展过程中，应加强与上游原料供应商和下游用户的合作，或进一步建立战略联盟，对内外资源进行有效整合，有利于弥补原材料供应、产品销售网络、技术服务和生产管理等方面的不足，对于提高市场竞争力具有重要的现实意义。