甲醇工艺方案.docx

产品方案和生产规模

1 产品方案
随着我国化学工业的发展，作为基本化工原料之一的甲醇产品，愈来愈显示出其重要性。本工程结合唐山市的化工发展方向以及原料焦炉气的特点，选择甲醇作为本项目的产品，质量指标符合精甲醇标准（GB338-92优等品）。甲醇项目的建成投产，将为工厂结合市场情况，继续开发后续产品提供原料基础。
2 建设规模
本工程依据开滦股份公司200万t/年焦化工程所提供的焦炉气量，并结合甲醇工艺条件以及京津唐地区的甲醇供需状况，确定本装置的生产能力为25万吨/年，总产量为26.72万吨/年。
3 产品质量规格
本工程甲醇产品质量能达到GB338-92优等品要求，外观为无色透明液体，无可见杂质，无特殊异臭气味，其他指标见表1。
表1 甲醇质量指标表（GB338-92）
指标名称
指标值
优等品
一等品
合格品
色度（Pt-Co）号
≤5
≤5
≤10
密度（20℃），（g/cm3）
0.791~0.792
0.791~0.793
0.791~0.793
温度范围（0℃，101325Pa），℃
沸程（包括64.6±0.1℃），（℃）
64.0~65.5
≤0.8
64.0~65.5
≤1.0
64.0~65.5
≤1.5
KMnO4试验，min
≥50
≥30
≥20
水溶性试验
澄清
澄清
—
水含量，（％）
≤0.10
≤0.15
—
酸度（以HCOOH计），（％）
≤0.0015
≤0.0030
≤0.0050
碱度（以NH3计），（％）
≤0.0002
≤0.0008
≤0.0015
羰基化合物含量
（以CH2O计），（％）
≤0.002
≤0.005
≤0.010
蒸发残渣含量，（％）
≤0.001
≤0.003
≤0.005
4 副产品
本工程建有空分装置和脱碳装置，副产氮气、液氩和CO2气，作为产品外销。
4.1 氮气
工业氮气：8000 Nm3/h，纯度：≤10ppmO2。
4.2 液氩
液氩：450 Nm3/h，纯度：99.999%。
4.3 CO2
脱碳装置生产的CO2一部分在工艺中自用，其余作为产品出售。
CO2产品气：4505.5 Nm3/h，纯度：99.9%(V)。
4.4 燃料气
合成甲醇弛放气9586.7 Nm3/h、储罐气319.3 Nm3/h，其组成如下：
表2 燃料气组成
成分
气体
CO
CO2
H2
N2
CH4
总计
低热值
（kcal/Nm3）
弛放气
21.85
6.26
34.38
28.42
9.08
100
2323.2
储罐气
/
55.93
/
13.98
14.86
100
1283.8
用作本装置转化工段加热炉和热电站锅炉燃料，不外销。
工艺技术方案

1 工艺技术方案的选择
1.1 原料路线确定的原则和依据
合成甲醇所需的有效化学成份为H2、CO和CO2，通过转化能生成这三种组分的物质均可作为生产甲醇的原料。常用的原料有天然气、煤和石油。随着工业的发展，环保问题更引起人们的重视，一些工业尾气或副产气如焦炉气、合成氨弛放气、矿井瓦斯等含有甲烷或其他碳氢化合物的尾气，通过必要的转化处理也可作为合成甲醇的原料气。
本项目利用焦化厂副产焦炉气生产甲醇，其中含有24~28%的CH4，通过纯氧-蒸汽转化，将CH4转化为CO、H2、CO2。由于转化后的气体组分尚不满足甲醇合成的要求，因此适当配入焦炭气化生成的CO使之满足合成反应要求。
1.2 国内外甲醇工艺技术概况
随着甲醇工业的迅速发展，合成甲醇的技术也在不断改进、更新，目前世界上生产甲醇的方法主要有如下几种：
（1）高压法
该法已有70多年的生产历史，采用锌铬催化剂，反应温度为360～400℃，压力19.6～29.4MPa。该法优点是催化剂能耐硫、合成气脱硫要求不高，缺点是原料及动力消耗大，反应温度高，产品中有机杂质含量高，投资大，成本高，近年已基本被低压法取代。
（2）低压法
20世纪60年代发展了铜系催化剂，其活性高于锌铬系催化剂，可在较低温度（240～270℃）、较低压力（5.0～8.0MPa）下获得较高的甲醇收率，而且选择性好，改善了甲醇质量，降低了原料消耗。由于采用较低压设备降低了投资和动力消耗，因此已逐渐取代高压法，该法缺点是催化剂不耐硫，对原料气净化脱硫要求高。
（3）中压法
甲醇单系列装置大型化低压法的工艺管道和设备较庞大，所以适当提高反应压力（9.8～12MPa），仍采用铜系催化剂，反应温度也与低压法相同。该法保留了低压法的优点，但由于提高了反应压力，动力消耗相应增大。
目前世界上的甲醇装置几乎都采用低压法或中压法。低压合成技术以英国ICI公司和德国Lurgi公司为代表。其主要差别是甲醇合成反应器和反应热的回收方式不同。
我国甲醇工业的基础是50年代初从原苏联引进的一批高压法生产装置，规模较小，技术落后，原材料消耗高，成本高。
70年代后期四川维尼纶厂采用英国ICI技术建成9.5万吨/年精甲醇装置，山东齐鲁二化肥采用德国Lurgi技术建成10万吨/年精甲醇装置，结束了我国没有低压甲醇装置的局面，但当时合成催化剂需进口。
80年代我国开发出低压合成甲醇工艺及铜系催化剂，还有低压合成反应器，并首先在四川泸天化建成一套6000吨/年的工业示范装置，以后分别在陕西、江苏等地建成多套1～20万吨/年的低压甲醇装置。
目前，我国的低压甲醇技术日趋成熟，铜系催化剂性能不断提高，设备设计及材料供应加工均可立足国内。
1.3 工艺技术方案的比较
工艺技术中主要关键环节有：焦炉气净化、转化、CO制备及净化、甲醇合成及甲醇精馏等五部分。
1.3.1原料气净化
甲醇合成催化剂、焦炉气转化催化剂易受原料气中硫化物的毒害而失活，必须将原料气中的硫化物除净。
工业上脱硫方法可分为湿法与干法两大类。
（1）湿法脱硫
可分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类。目前广泛采用且性能较好的脱硫方法有PDS法、改良ADA法、栲胶法、茶灰法、MSQ法、改良对苯二酚法、RCA法。
a.PDS法
该法所需催化剂浓度低，消耗少，运行经济，催化剂无毒，使用方便，脱硫效果H2S≥90%，有机硫40～50%，可用于半水煤气变换气、天然气、甲醇合成气、焦炉气的脱硫。
b.改良ADA法
该法优点是技术成熟，过程完善，规范化程度高，技术经济指标好，缺点是脱硫塔填料易被硫磺堵塞。
c.栲胶法
栲胶法资源丰富，价廉易得，具有改良ADA法的优点，无堵塔现象，运行费用比改良ADA法低，缺点是脱硫液的制备过程较复杂。
广西化工研究所开发的KCA脱硫剂，性能与栲胶类似，使用时可直接加入系统，脱硫费用低。
（2）干法脱硫
主要有氧化铁法、锰矿法、活性炭法、钴-钼加氢法、氧化锌法等。
a.氧化铁法
优点：原料来源广泛，价格便宜，常温下可操作，脱硫剂硫容较大。
缺点：主要脱除H2S，不能脱除有机硫，脱硫精度有限（到1ppm）。
b.锰矿法
优点：原料价廉，易得，脱有机硫是先将有机硫转化为H2S，再被吸收。
缺点：脱硫效率约为90%，净化度较低，寿命短，不能再生，易产生副反应，需配合其他脱硫剂。
c.活性炭法
优点：能脱除H2S及大部分有机硫化物，能在常温操作，净化度高，空速大，可再生。
缺点：价较高，硫容较低，再生能耗高。
d. 钴-钼加氢法
钴-钼加氢法是转化-吸收法的一种，再结合氧化锌法，将气体中的有机硫化物转化为硫化氢，再用氧化锌法脱除。加氢催化剂可再生，但不能用于含CO、CO2等易于发生羰基化副反应的场合（如焦炉气、水煤气等）。
e.氧化锌法
优点：能脱除H2S及除噻吩以外的有机硫化物、净化度高，工作硫容达20%，操作简单。
缺点：价贵、废脱硫剂不能再生，宜作最终脱硫把关。
1.3.2 焦炉气转化
甲醇合成气的理想组成为(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.05～2.1，CO2含量3～5%，情性气体含量尽量低。
焦炉气中氢气含量高，CO和CO2含量低，甲烷必须转化成CO、H2、CO2后才能进行反应。
焦炉气转化制甲醇合成气有两种方案。
(1)方案I：蒸汽转化并补充CO
通过蒸汽转化将焦炉气中甲烷转化为H2、CO、CO2，但是该合成气中氢含量大大过剩，(H2-CO2)/(CO+CO2)=3.88，比例严重失调，一般需向合成气中补充碳源，即掺入碳多氢少的水煤气，掺入量较大，投资较高，优点是不用空分制氧装置。
(2)方案II：纯氧-蒸汽转化
通过部分焦炉气的燃烧提供转化所需热量，同时燃烧后的碳源没有外排而进入合成原料气中，生成合成气(H2-CO2)/(CO+CO2)=2.7，虽达不到理想比例，可通过补充焦炭气化生成的CO使合成气达到理想比例。
缺点是要设深冷空分制氧装置，增加投资和电耗。
1.3.3 甲醇合成
有关高压法、低压法、中压法的比较见4.1.2。
1.3.4 甲醇精馏
有二塔精馏和三塔精馏两种流程。
(1)二塔流程是先在预蒸馏塔中蒸出粗甲醇中溶解的气体及低佛点杂质，然后在主蒸馏塔中蒸出合格的产品甲醇，适用于较小规模的装置。
(2)三塔流程是将主蒸馏塔一分为二，第一塔为加压操作，第二塔为常压操作，用第一塔塔顶汽相的冷凝潜热作为第二塔常压塔釜再沸器的热源，实现常压塔不需外供热源，从而降低能耗，适用于10万吨以上的装置。
1.4工艺方案选择
1.4.1 焦炉气净化及压缩
焦炉气转化工段对焦炉气中硫含量要求较高，从焦化厂来的净焦炉气需再经脱硫工序。本报告选择的脱硫方案为氧化铁常温脱除无机硫、铁－钼加氢中温转化有机硫，配氧化锰中温脱除转化后生成的无机硫，最后用中温氧化锌把关，将总硫脱至0.1ppm，保证对转化触媒和甲醇合成触媒的有效保护。经精脱硫的净化焦炉气经离心式压缩机压缩至2.1MPa，送至转化炉。
1.4.2 焦炉气转化及脱碳
本方案推荐采用纯氧-蒸汽转化法。
采用圆筒式转化炉，内衬耐火材料，外加润滑油夹套，炉内装有转化催化剂。焦炉气转化后的脱碳气经MEDA工段脱碳后与净化后的CO气体混合，保证合成气总硫<0.1ppm。
1.4.3 CO制备
焦炉气转化气中的H2/CO比例不能满足甲醇合成对原料气的要求，所以采用CO造气炉制备CO，补充合成气中碳的不足，以符合甲醇合成工艺的要求。生成的CO气体再经精脱硫,保证其中的总硫含量<0.1ppm,然后经离心式压缩机压缩至2.1MPa与转化后的脱碳气混合去甲醇合成。
1.4.4合成气压缩
混合后的合成气压力约为1.7MPa，为节省能耗，推荐采用蒸汽驱动的离心式压缩机将混合气体加压到合成甲醇所需压力（5.3MPa）。离心式压缩机为联合式，即同时给循环气体和混合气体加压。
1.4.5甲醇合成
合成气（主要成分为H2、CO和CO2）在铜基催化剂作用下，进行下列合成甲醇的化学反应：
CO+2H2=CH3OH+Q1
CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q2
推荐采用NC-306低压甲醇合成催化剂，反应器为副产中压蒸汽的管壳式低压合成反应器，合成压力5.3MPa，反应温度190-260℃。
1.4.6 甲醇精馏
推荐采用三塔精馏流程，先在预蒸馏塔内将溶解在粗甲醇中的气体及低沸点杂质蒸出，再在加压精馏塔和常压精馏塔内分离重组分，从塔顶出合格的精甲醇产品。
2 工艺流程简述、消耗定额和主要设备
本装置工艺流程示意图见附图。
主要包括焦炉气净化及压缩、纯氧-蒸汽转化、转化气脱碳、空分制氧、CO制备及净化、合成气压缩、甲醇合成、甲醇精馏等生产工序，现分述如下。
2.1焦炉气除焦及精脱硫
由煤气净化车间来的焦炉气经气柜缓冲送电捕焦油器除尘，再经罗茨风机加压至49.0Kpa后进入氧化铁脱硫槽，将焦炉气中无机硫降至小于10ppm后，经转化装置的加热炉升温到300～350℃。提温后的气体经铁钼转化器，将气体中的有机硫转化为无机硫，同时气体中的氧与氢反应生成水。加氢转化后的气体含无机硫约160mg/Nm3，进入氧化锰脱硫槽，脱去绝大部分的无机硫，之后经过中温氧化锌脱硫槽把关，使气体中的总硫达到0.1ppm，出氧化锌脱硫槽的焦炉气经蒸汽透平离心压缩机升压至2.1MPa，送往转化装置。

表1 焦炉气除焦及精脱硫消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
焦炉气

Nm3
1864
62250
4.98×108
2
氧化铁脱硫剂
TG-1
Kg
1.80
60.18
481450
3
铁钼加氢催化剂
T202
Kg
0.092
3.06
24510
4
锰矿

Kg
1.97
65.92
527320
5
氧化锌脱硫剂
KT-3
Kg
0.037
1.24
9960
6
电
380V/6000V
KWh
52.40
1750
1.40×107
7
仪表空气
0.7MPa
露点<40℃
Nm3
1.5
50.1
4.01×105
8
循环水
32℃,0.5MPa（G）
△t=8℃
t
90.42
3020
2.416×107
9
蒸汽
3.43MPa，435℃
t
1.36
45.3
3.624×105
主要设备：
包括气柜、罗茨鼓风机、氧化铁脱硫槽、铁钼转换器、氧化锰脱硫槽、氧化锌脱硫槽、离心式压缩机、汽轮机等。
2.2焦炉气纯氧－蒸汽转化工序
来自净化工段的净焦炉气进入焦炉气初预热器，与转化气换热后升温至350℃，与转化气废热锅炉汽包来的蒸汽按一定比例混合，进入焦炉气蒸汽预热炉，加热至600℃后，进入转化炉上部。
来自空分工段的氧气，经压缩后与废热锅炉汽包来的蒸汽按一定比例混合，进入预热炉加热至600℃后，进入转化炉上部，与焦炉气混合后发生转化反应。转化气从转化炉底部进入废热锅炉，加热锅炉给水，产生转化用蒸汽。从废热锅炉来的转化气与焦炉气两次换热后，进入冷凝器冷凝至40℃后，经气液分离器分离出转化气后，转化气去脱碳工段。
锅炉给水经加压水泵进预热炉预热后，进入汽包，然后进入废热锅炉。预热炉所用燃料气来自甲醇合成工段弛放气。
表2 转化工段原材料及动力消耗量表 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
焦炉气

Nm3
1858
62063
4.965×108
2
氧气
99.5%
Nm3
394
13162.5
1.053×108
3
锅炉给水
14.5℃，2.8MPa（G）
T
1.48
49.44
395500
4
燃料气

Nm3
210
7014
5.611×107
5
转化催化剂
N-205、CN-20
Kg
0.1013
3.38
27070
6
循环水
32℃,0.5MPa（G）
△t=8℃
ｔ
16.8
561
4.489×106
7
电
380V
KWh
3.01
100.5
8.043×105
8
蒸汽
223℃,2.4MPa（G）
饱和蒸汽
t
-0.21
-7.024
-56192
9
仪表空气
0.7MPa
露点<40℃
Nm3
4.0
134
1.069×106
主要设备：
包括转化炉、预热炉、废热锅炉、换热器、气液分离器等。
2.3 转化气脱碳
转化气进入二段吸收塔的底部，与自上而下的MDEA溶液逆向接触，气相中的CO2大部分在底部被吸收。吸收CO2的溶液在大气压下经闪蒸、解吸进行再生，并用泵打回到吸收塔下层的顶部。在吸收塔上层是用总溶液循环量中较少的部分经过汽提塔的汽提、煮沸，而后进入塔的顶部将气体洗涤到要求的最终纯度。净化气中所夹带的微量脱碳液在塔的气体出口处经冷却与冷凝水一并返回系统。吸收塔底部获得的富液进入加压闪蒸罐释放出氢、氮及其它惰性气体，闪蒸后的溶液进入常解塔。解吸后的半贫液大部分由半贫液泵打入吸收塔下层的上部。少量的由常压泵打入溶液换热器与离开汽提再生塔的热再生溶液进行间接热交换后进入再生塔上部。再生塔部出来的热蒸汽和CO2气流进入常解塔加速解吸，经塔顶部少量水洗涤后进入冷却器和分离器。CO2再生气去回收工段或放空。冷凝水用来洗涤离开常解塔的气体而保持系统水的平衡。再生塔底出来的热贫液经过溶液换热器后，用泵打入贫液冷却器，冷却后进吸收塔顶部。
工艺流程详见附图。
表3 脱碳工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
MDEA溶剂

Kg
0.42
14
112300
2
循环水
32℃,0.5MPa（G）△t=8℃
ｔ
60
2000
1.60×107
3
电
6000V
KWh
52
1737.5
1.39×107
4
蒸汽
0.5MPa，158℃
饱和蒸汽
Kg
500
16700
1.336×108
主要设备：
包括吸收塔、常解塔、再生塔等。
2.4空分制氧
空气经袋式过滤器除去杂质进入蒸汽透平离心压缩机，压缩到0.6MPa（A）送入空气冷却塔，由冷冻机组来的低温水冷却到10℃进入分子筛系统；空气中的水及CO2被吸附，部分增压后送精馏塔上塔，在上塔底部得到产品氧气，经蒸汽透平离心压缩机送转化工段和CO制备工段；在下塔顶部得到氮气经压缩送贮槽，从上塔提馏抽出的氩馏份，经粗氩塔和精氩塔精制得液氩。氮气和液氩均可作为副产品销售。
表4 空分工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
循环水
32℃,0.5MPa（G）△t=8℃
ｔ
111.68
3730
2.984×107
2
电
380V
kWh
27.24
910
7.28×106
3
蒸汽
3.43MPa，435℃
ｔ
1.19
39.7
3.176×105
主要设备：
空气过滤器、离心式空气压缩机、分子筛纯化系统、离心式氧气压缩机、汽轮机等。
2.5 CO制备
粒度为25-75mm的合格焦炭经焦炭运输系统加入到自动加料机，定时将焦炭加入CO气化炉内。从空气装置来的合格O2和MDEA脱碳来的CO2严格按一定比例混合后，从气化炉底部进入，气化炉内部进行氧化、还原反应。气化炉产生的粗煤气经过废热锅炉回收热量后，再进入洗气塔，煤气温度降至40℃以下，同时除去煤气中的大部分粉尘，再经电除尘器，除去煤气中的微颗粒灰尘送至C0净化装置。
净化装置包括煤气脱硫、压缩等部分。
粗CO原料气后经净化装置（选择工艺同焦炉气净化），使气体中的总硫达到0.1ppm，经分离器分离液滴并由蒸汽透平离心压缩机压缩至1.7MPa后，与由脱碳工段来的脱碳气混合,送合成气压缩。
表5 CO制备工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规 格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
焦炭
25-75mm
t
0.117
3.9
31200
2
氧气
99.5%
Nm3
61.86
2066
1.653×107
3
CO2

Nm3
59.72
1994.5
1.596×107
4
氧化铁脱硫剂
TG-1
kg
0.11
3.68
29400
5
铁钼加氢催化剂
T202
Kg
0.01
0.33
2870
6
锰矿

Kg
0.12
4.01
32100
7
氧化锌脱硫剂
KT-3
kg
0.003
0.101
810
8
脱盐水

t
0.078
2.6
20800
9
循环水
32℃,0.5Mpa(G)△t=8℃
t
37.43
1250
1.0×107
10
电
6000V/380V
Kwh
25.15
840
6.72×106
11
蒸汽
0.8MPa
t
-0.072
-2.413
-1.93×104
12
蒸汽
3.43 MPa，435℃
t
0.246
8.2
65600
主要设备：
焦炭气化炉、氧化铁脱硫槽、铁钼转换器、氧化锰脱硫槽、氧化锌脱硫槽、离心式压缩机、汽轮机等。
2.6 合成气压缩
由转化气脱碳工段与CO净化工段来的气体经充分混合，用蒸汽透平驱动的离心式二合一压缩机加压至5.3MPa，同时将从甲醇合成工段来的4.8MPa的合成循环气增压至5.3MPa后，两气体汇合后由总管送至甲醇合成。
表6 合成气压缩工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
循环水
32℃,0.5MPa（G）△t=8℃
t
60.07
2140
1.712×107
2
电
380V
Kwh
3.30
110
8.8×105
3
蒸汽
3.43MPa, 435℃
Nm3
0.976
32.6
260800
主要设备：
二合一离心式压缩机、汽轮机等。
2.7 甲醇合成
来自压缩工序的合成气，先在入塔气预热器中与出塔气换热升温至反应活性温度以上，然后进入甲醇合成塔，在催化剂的作用下进行甲醇合成反应。在入塔气预热器中合成塔出口气与入塔气换热被降温后，依次进入甲醇水冷器，甲醇分离器，未反应的气体从分离器上部排出，其中大部分作为循环气返回压缩机循环段，少量未反应气体（即甲醇驰放气）去洗醇塔洗去甲醇后送往燃料网用作燃料气。从甲醇分离器分离出的液体粗甲醇进入闪蒸器除去溶解的气体后，送往精馏工序生产精甲醇，闪蒸气送往燃料网。
工艺流程详见附图。
表7 甲醇合成工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名 称
规 格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
合成气

Nm3
2649.7
88500.4
7.08×108
2
合成催化剂
NC306
Kg
0.2
6.68
53440
3
驰放气

Nm3
-287
-9587
-7.67×107
4
循环水
32℃,0.5MPa（G）△t=8℃
t
55.64
1859
1.487×107
5
中压蒸汽
3.9MPa，249℃
t
-0.954
-31.86
-254910
6
电
380V
Kwh
1.6
53.44
4.275×105
7
仪表空气
0.7Mpa,
露点<-40℃
Nm3
3.5
116.9
935200
8
锅炉给水
4.5MPa，105℃
t
1.01
33.75
270000
主要设备：
合成反应器、气液分离器、闪蒸槽等。
2.8 甲醇精馏
从甲醇合成来的粗甲醇预热后进入预精馏塔，从预塔顶脱去低于甲醇沸点的低沸物及溶解的气体，如甲酸甲酯、二甲醚、一氧化碳、二氧化碳等。为中和预塔塔底的少量酸，需向预塔内加入少量NaOH溶液。
从预塔塔底出来的预后甲醇（不含低沸点杂质）用泵送入加压精馏塔，塔底有再沸器加热。从加压精馏塔顶得到的甲醇蒸汽在常压精馏塔冷凝再沸器中冷凝，释放的热量用于加热常压精馏塔物料，同时甲醇冷凝液一部分作加压塔回流液回流，一部分作为精甲醇产品。
从加压塔塔底部排出的甲醇液送至常压塔下部，常压精馏塔顶部来的甲醇蒸气经冷凝后进入常压塔回流槽，一部分作常压塔回流液，一部分为精甲醇产品，冷却后去精甲醇计量槽，分析合格后送精甲醇储罐，不合格品送至事故槽，然后重新蒸馏。
常压精馏塔底的产物是水，含有微量甲醇和高沸点杂质，为防止高沸点杂醇混入到精甲醇产品中，在常压精馏塔的下部有杂醇采出。塔底排出的含少量甲醇的废水送往生化处理装置。
工艺流程详见附图。
表8 甲醇精馏工段消耗定额、消耗量 （以吨甲醇计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量
1
循环水
32℃,0.5MPa（G）△t=8℃
t
61.38
2050
1.64×107
2
电
380V
kwh
10.57
353
2.824×106
3
蒸汽
0.5Mpa，158℃
t
1.2
40.13
3.21×105
4
仪表空气
0.7MPa,
露点<40℃
Nm3
3.6
120
9.60×105
5
软水
0.5MPa,40℃
t
0.04
1.34
10700
6
烧碱
折100%
Kg
0.1
3.34
26720
主要设备
预精馏塔、加压塔、常压塔等。
2.9 空压站
本装置主要任务是为全厂提供仪表用压缩空气。
仪表用压缩空气，直接由大气吸入，经空气过滤消声器进入螺旋杆空气压缩机，通过压缩、冷却后，进入无热再生空气干燥器，湿空气经水分离、干燥后，经缓冲罐送往各工段作为仪表空气使用。
表10 空压站消耗定额、消耗量表（以1000Nm3成品计）
序号
名称
规格
单位
消耗定额
小时耗量
年耗量

电
380V
kwh
12.5
75
6×105
3 自控仪表
控制范围包括焦炉气净化及压缩、转化、脱碳、CO制备及净化、合成气压缩、甲醇合成及精馏、空分等装置。
甲醇生产装置中，物料大多具有高温、高压、易燃、易爆、有毒特点，同时具有调节系统变量多、系统复杂等特点，因而方案应根据上述特点设计，以满足生产要求。为了提高自动化水平，保证生产控制安全、稳定、可靠、方便，本研究过程采用DCS集散系统控制方案，实现生产操作，生产管理、生产消耗、安全监控等全部自动化。
根据工艺要求，开车和现场巡视用的工艺参数采用就地指示，整个开停车及正常操作均在室内控制。生产过程的主要参数进行集中检测、调节。调节回路均采用简单、可靠、适用的调节系统，对生产过程中的越限变量，设声光信号报警。
仪表电源由电气专业提供，分别馈送到各工段的控制室里，然后对各仪表供电。
电源要求：交流220V±10％，频率50HZ±1HZ

投资估算及主要经济技术指标

投资估算方面，重要装置均为最新报价和现有装置投资比价后确定。建设安装费按照当地的定额标准，三材费按照当地的现行价格确定。
（1）焦化装置稳定的焦炉气资源保证了项目的原料供应。本工程从根本上解决了焦化装置产出的大量焦炉气的回收利用，不仅避免了因放空而造成的环境污染，且回收利用了资源，达到了治理环境及变废为宝的双重目的。
（2）本工程采用了先进可靠的技术和设备，基本上立足国内解决。
（3）本工程耗电量较大，由项目拟建的热电站供应，可有效地降低产品甲醇的成本。
（4）项目采用了合理的环保措施，保证污染物的排放量达到有关国家排放标准。
（5）由于项目主要原料焦炉气价格是影响其经济效益的主要因素，如焦炉气的价格降低，可显著改善项目经济性；以甲醇为原料进一步制备下游产品，也可改善项目的经济效益。
主要技术经济指标见表1－1。
表1－1 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
t/a
25

二
产品方案

1
甲醇产品
万t/a
26.72

2
氮气(≦10ppmO2)
万m3/a
6400

3
液氩(99.999%)
万m3/a
360

4
CO2气
万m3/a
3604.4

5
弛放气
万m3/a
7669
项目自用
三
年操作日
天
333
8000小时
四
主要原材料

1
焦炉气
万m3/a
49800
由焦化工程提供
2
焦炭
万t/a
3.12
开滦股份公司
3
化学品

烧碱（100%）
t
26.72
外购
4
催化剂
t/a

外购
4.1
氧化铁脱硫剂（TG-1）
t/a
511
外购
4.2
铁钼加氢催化剂（T202）
t/a
27.4
外购
4.3
锰矿
t/a
560
外购
4.4
氧化锌脱硫剂（KT－3）
t/a
10.3
外购
4.5
转化催化剂（N－205）
t/a
27.1
外购，三年更换一次
4.6
合成催化剂（NC306）
t/a
53.44
外购，两年更换一次
4.7
MDEA溶剂
t/a
112.3
外购
5
氧气
万Nm3/a
10594.4
本厂
五
公用动力消耗量

1
水（新鲜水）
万t/a
467.6
开发区水厂
2
电
万Kwh/a
6328
本厂
3
洗中煤
万t/a
32.85
开滦股份公司
六
三废排放量

1
废 水
m3/h
12.49
生化处理
2
废 气
Nm3/h
309000
烟尘170mg/m3
SO2740mg/m3,高空排放
3
废 渣
万t/a
17.48
其中17.35万吨为炉渣
七
运输量
万t/a
82.79

1
运入量
万t/a
38.59

2
运出量
万t/a
44.20

八
全厂定员
人
463

九
总占地面积
亩
341

十
全厂建筑面积
m2
24000

十一
工程项目总投资
万元
69739

其中报批项目总投资
万元
68300

1
建设投资
万元
61381

2
建设期利息
万元
6303

3
固定资产投资方向调节税
万元
/

4
流动资金
万元
2055

十二
年销售收入
万元
41093
平均
十三
成本和费用

1
年均总成本费用
万元
34421
平均
2
年均经营成本
万元
29456

十四
年均利润总额
万元
7177
平均
十五
年均销售税金
万元
2673

十六
年均净利润
万元
4809

十七
财务评价指标

1
投资利润率
％
10.29

2
投资利税率
％
15.10

3
资本金净利润率
％
22.77

4
全员劳动生产率
万元/人 .年
88.75

5
全投资财务内部收益率

税 前
％
12.65

税 后
％
10.05

6
全投资财务净现值
万元
2709
税 前（ic=12%）
7
自有资金财务内部收益率
％
12.70

8
自有资金财务净现值
万元
1392
ic=12%
9
投资回收期(税前)
年
5.39
不含建设期三年
10
投资回收期(税后)
年
6.35
不含建设期三年
十八
盈亏平衡点
%
65.63

十九
借款偿还期
年
6.15
不含建设期三年

投资估算和资金筹措

1总投资估算
1.1建设投资估算
本项目装置的投资估算的价格、指标、定额依据：
土建工程：套用当地同类工程造价指标；
安装工程：采用同类工程造价指标及94《化工概算估价表》；
设备价格：国内设备按生产厂现行出厂价及询价结果；
设备运杂费：按设备原价7％计。
固定资产投资方向调节税为零；
1.2投资估算编制的依据和说明
(1)《化工建设项目可行性研究投资估算编制办法》。
（2）《化工建设项目项目建设书内容和深度的规定》。
（3）参照类似工程并结合本项目实际进行估算。
1.3新建装置单项工程的投资估算
表1新建装置单项工程投资估算
项目
费用（万元）
比例（％）
主要生产项目
25549
50.14
辅助生产项目
11019
21.63
公用工程项目
13333
26.17
其他费用
1050
2.06
工程费用合计
50951
100
1.4新装置建设投资估算及分析
建设投资估算包括固定资产费用，无形资产费用，递延资产费用及预备费。

表2 建设投资估算表 （单位：万元）
序号
工程及费用名称
估算价值（万元）
价值合计（万元）
设备购置
安装工程
建筑工程
其它费用
一
固定资产
34709
8761
6431
1050
50951
（一）
主要生产项目
18561
4735
2253

25549
1
焦炉气气柜
395
150
66

2
脱 硫
880
275
245

3
焦炉气压缩
2800
530
300

4
转 化
1580
389
90

5
脱 碳
1150
460
230

6
CO制备及净化
3150
580
430

7
合成气压缩
3100
575
380

8
甲醇合成
3286
956
245

9
甲醇精馏
1410
415
267

10
自 控
810
405

（二）
辅助生产项目
8003
1944
1072

11019
1
空 分
6800
1360
810

2
甲醇库
880
520
110

3
分析化验
90
15
12

4
泡沫消防站
55
24
25

5
综合楼
178
25
115

（三）
公用工程项目
8145
2082
3106

13333
1
外管

570
105

2
给排水
710
380
560

3
供电及电讯
720
118
140

4
热电站
5200
940
1090

5
总图及运输
1200

1150

6
环保
300
70
60

7
仪表空气
15
4
1

（四）
固定资产其他费用

1050
1
施工单位迁移费

170

2
工程保险及检验费

280

3
土地征用补偿费

600

二
无形资产

2000
2000
1
环境评价费

150

2
技术转让及设计费

1700

3
其他

150

三
递延资产

2850
2850
1
建设单位管理费

1750

2
生产准备费

500

3
联合试转费

550

4
办公及生活家俱购置费

50

四
预备费

5580
5580
1
基本预备费

5580

2
涨价预备费

/

五
建设总投资合计
34709
8761
6431
11480
61381
注*.**:基本预备费取10%，涨价预备费为零。
1.5建设期利息
本项目的建设投资40881万元向银行贷款，建设期利息为6303万元。
1.6固定资产投资方向调节税