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甲醇项目可行性研究报告甲醇项目可行性研究报告第一部分甲醇项目总论总论作为可行性研究报告的首要部分,要综合叙述研究报告中各部分的主要问题和研究结论,并对项目的可行与否提出最终建议,为可行性研究的审批提供方便。
一、甲醇项目背景(一)项目名称(二)项目的承办单位(三)承担可行性研究工作的单位情况(四)项目的主管部门(五)项目建设内容、规模、目标(六)项目建设地点二、项目可行性研究主要结论在可行性研究中,对项目的产品销售、原料供应、政策保障、技术方案、资金总额筹措、项目的财务效益和国民经济、社会效益等重大问题,都应得出明确的结论,主要包括：(一)项目产品市场前景(二)项目原料供应问题(三)项目政策保障问题(四)项目资金保障问题(五)项目组织保障问题(六)项目技术保障问题(七)项目人力保障问题(八)项目风险控制问题(九)项目财务效益结论(十)项目社会效益结论(十一)项目可行性综合评价三、主要技术经济指标表在总论部分中,可将研究报告中各部分的主要技术经济指标汇总,列出主要技术经济指标表,使审批和决策者对项目作全貌了解。
四、存在问题及建议对可行性研究中提出的项目的主要问题进行说明并提出解决的建议。
第二部分甲醇项目建设背景、必要性、可行性这一部分主要应说明项目发起的背景、投资的必要性、投资理由及项目开展的支撑性条件等等。
一、甲醇项目建设背景(一)国家或行业发展规划(二)项目发起人以及发起缘由(三)……二、甲醇项目建设必要性(一)……(二)……(三)……(四)……三、甲醇项目建设可行性(一)经济可行性(二)政策可行性(三)技术可行性(四)模式可行性(五)组织和人力资源可行性第三部分甲醇项目产品市场分析市场分析在可行性研究中的重要地位在于,任何一个项目,其生产规模的确定、技术的选择、投资估算甚至厂址的选择,都必须在对市场需求情况有了充分了解以后才能决定。
而且市场分析的结果,还可以决定产品的价格、销售收入,最终影响到项目的盈利性和可行性。
泸西焦化项目甲醇、双氧水可研4.2.15 变压吸附制氢(1) 工艺流程简述弛放气经减压到1.0Mpa、温度 40℃下进入PSA系统。
甲醇合成弛放气在≥1.0MPa、≤40℃下进入送入PSA-H2系统提纯氢气。
在PSA-H2系统中每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)，多级压力均衡降(EiD)，顺放(P)，逆放(D)，冲洗(P)，多级压力均衡升(EiR)，最终升压(FR)。
逆放步骤排出吸附器中吸留的部分杂质组分，剩余的大部分杂质通过冲洗步骤进一步完全解吸。
产品氢气送往双氧水装置，解吸气作为预热炉的燃料气送往转化装置。
4.2.16双氧水装置说明4.2.16.1概述依据国内双氧水装置合理的经济规模以及当地双氧水市场的需求，确定本装置生产能力为5万吨/年（以27.5%计）。
年操作8000小时。
4.2.16.2、原料、产品、中间产品、副产品的规格4.2.16.2.2产品规格本装置产品为浓度27.5%双氧水。
4.2.16.2.3催化剂、化学品规格钯催化剂钯含量: 0.30±0.02% (wt%)堆积密度: 0.63±0.05 kg/m3粒径：φ3～φ5 mm抗压碎强度：80牛顿/粒(平均)；60牛顿/粒(最小)活性：≥8 g/l第一次再生周期：≥6个月4.2.16.3工艺说明4.2.16.3.1工艺原理及特点装置采用固定床钯触媒蒽醌法双氧水生产工艺，该生产工艺具有流程简单、产品质量稳定、无环境污染等特点。
固定床钯触媒蒽醌法生产工艺是以2-乙基蒽醌为反应载体，将其溶解在一定比例的重芳烃、磷酸三辛酯的混合溶剂中配制成工作液。
在固定床,工作液中的蒽醌与氢气发生氢化反应，生成相应的氢蒽醌，此时的工作液称为氢化液。
在氧化塔中氢化液中的氢蒽醌与空气中的氧气发生氧化反应生成双氧水，同时氢蒽醌转化为原来的蒽醌，此时的工作液称为氧化液。
氧化液用去离子水萃取后获得的萃取液，经净化后得到浓度为35%或27.5%的双氧水成品，萃余液经后处理去除水份、再生后循环使用。
双氧水项目可行性研究报告报告辑要根据《可行性研究报告》是对拟建项目进行全面技术经济的分析论证，综合论证项目建设的必要性，财务盈利能力，技术上的先进性和适应性以及建设条件的可能性和可行性，为投资决策提供科学依据。
因此，可行性研究在项目建设前具有决定性意义。
双氧水：过氧化氢（hydroge peroxide），化学式H2O2。
纯过氧化氢是淡蓝色的黏稠液体，可任意比例与水混溶，是一种强氧化剂，水溶液俗称双氧水，为无色透明液体。
其水溶液适用于医用伤口消毒及环境消毒和食品消毒。
在一般情况下会缓慢分解成水和氧气，但分解速度极其慢，加快其反应速度的办法是加入催化剂——二氧化锰等或用短波射线照射。
为了积极响应国家《中国制造2025》和《工业绿色发展规划（2016-2020年）》以及黄冈、黄冈关于促进双氧水产业发展的政策要求，某某有限公司通过科学调研、合理布局，计划在黄冈新建“双氧水生产建设项目”；预计总用地面积53673.49平方米（折合约80.47亩），其中：净用地面积53673.49平方米；项目规划总建筑面积88561.26平方米，计容建筑面积88561.26平方米；根据总体规划设计测算，项目建筑系数65.95%，建筑容积率1.65，建设区域绿化覆盖率7.10%，固定资产投资强度210.46万元/亩。
根据谨慎财务测算，项目总投资20550.75万元，其中：固定资产投资16935.72万元，占项目总投资的82.41%；流动资金3615.03万元，占项目总投资的17.59%。
在固定资产投资中建筑工程投资7895.37万元，占项目总投资的38.42%；设备购置费5417.78万元，占项目总投资的26.36%；其它投资费用3622.57万元，占项目总投资的17.63%。
项目建成投入正常运营后主要生产双氧水产品，根据谨慎财务测算，预期达纲年营业收入29618.00万元，总成本费用23357.93万元，税金及附加109.15万元，利润总额6260.07万元，利税总额7278.80万元，税后净利润4695.05万元，达纲年纳税总额2583.75万元；达纲年投资利润率30.46%，投资利税率35.42%，投资回报率22.85%，全部投资回收期5.88年，提供就业职位549个，达纲年综合节能量31.58吨标准煤/年，项目总节能率29.18%，具有显著的经济效益、社会效益和节能效益。
焦化及甲醇项目可行性研究报告WORD版本下载后可编辑目录1.总说明 (1)2.项目提出的背景 (12)3.原料和产品市场供需情况 (16)4.厂址及建厂条件 (47)5.工艺流程与设备选择 (49)6.公用及辅助设施 (132)7.环境保护 (204)8.劳动安全卫生 (223)9.消防 (238)10.节能 (248)11.投资估算 (251)12.职工定员及技术经济指标 (255)13.项目实施计划及资金来源与使用 (262)14.财务计算及评价 (263)附件：设计委托书附图：1、总平面图；2、备煤工艺流程图；3、筛焦工艺流程图；4、炼焦工艺流程图；5、水量平衡图；6、酚氰废水处理站工艺流程图；7、装煤出焦除尘系统总流程图；8、干熄焦除尘系统总流程图；9、筛焦楼及转运站除尘系统总流程图；10、煤气净化车间工艺流程图；11、甲醇全厂工艺流程图；12、甲醇全厂热平衡图；13、甲醇全厂水平衡图；14、甲醇空分工艺流程图（一）；15、甲醇空分工艺流程图（二）；16、甲醇脱硫工艺流程图；17、甲醇合成工艺流程图；18、甲醇精馏工艺流程图（一）；19、甲醇精馏工艺流程图（二）；20、甲醇转化工艺流程图。
1.总说明1.1项目名称XXX煤焦化综合利用二期工程220万吨焦化/年及20万吨/年甲醇项目1.2项目的主办单位及负责人项目主办单位：XXX矿业(集团)有限责任公司法人代表：1.3编制设计文件的单位及主要技术负责人编制单位：1.4编制依据、编制范围及设计原则1.4.1编制依据a)技术咨询合同；b)设计委托书；1.4.2编制范围本设计范围包括备煤、炼焦（新建4×55孔JN60型单热式焦炉）、煤气净化、甲醇等生产设施及配套的生产辅助设施，以及车间办公室等行政福利设施。
1.4.3设计原则根据XXX矿业（集团）有限责任公司的实际情况，结合国家经济建设的方针政策，本项目设计遵循以下原则：a)在总体发展规划的指导下，结合一期工程，统筹安排，合理布局。
泸西焦化项目甲醇、双氧水可研4.2.15 变压吸附制氢(1) 工艺流程简述弛放气经减压到1.0Mpa、温度 40℃下进入PSA系统。
甲醇合成弛放气在≥1.0MPa、≤40℃下进入送入PSA-H2系统提纯氢气。
在PSA-H2系统中每台吸附器在不同时间依次经历吸附(A)，多级压力均衡降(EiD)，顺放(P)，逆放(D)，冲洗(P)，多级压力均衡升(EiR)，最终升压(FR)。
逆放步骤排出吸附器中吸留的部分杂质组分，剩余的大部分杂质通过冲洗步骤进一步完全解吸。
产品氢气送往双氧水装置，解吸气作为预热炉的燃料气送往转化装置。
4.2.16双氧水装置说明4.2.16.1概述依据国内双氧水装置合理的经济规模以及当地双氧水市场的需求，确定本装置生产能力为5万吨/年（以27.5%计）。
年操作8000小时。
4.2.16.2、原料、产品、中间产品、副产品的规格4.2.16.2.2产品规格本装置产品为浓度27.5%双氧水。
4.2.16.2.3催化剂、化学品规格钯催化剂钯含量: 0.30±0.02% (wt%)堆积密度: 0.63±0.05 kg/m3粒径：φ3～φ5 mm抗压碎强度：80牛顿/粒(平均)；60牛顿/粒(最小)活性：≥8 g/l第一次再生周期：≥6个月4.2.16.3工艺说明4.2.16.3.1工艺原理及特点装置采用固定床钯触媒蒽醌法双氧水生产工艺，该生产工艺具有流程简单、产品质量稳定、无环境污染等特点。
固定床钯触媒蒽醌法生产工艺是以2-乙基蒽醌为反应载体，将其溶解在一定比例的重芳烃、磷酸三辛酯的混合溶剂中配制成工作液。
在固定床,工作液中的蒽醌与氢气发生氢化反应，生成相应的氢蒽醌，此时的工作液称为氢化液。
在氧化塔中氢化液中的氢蒽醌与空气中的氧气发生氧化反应生成双氧水，同时氢蒽醌转化为原来的蒽醌，此时的工作液称为氧化液。
氧化液用去离子水萃取后获得的萃取液，经净化后得到浓度为35%或27.5%的双氧水成品，萃余液经后处理去除水份、再生后循环使用。
该工艺有氢化、氧化、萃取和后处理四道工序。
氢化工序氢化反应器采用二节内分离固定床，并增加了固定床氮、氢循环系统。
采用工作液与氢化液进行液--液换热流程，在降低工作液预热器和氢化液冷却器尺寸的同时，可减少水蒸汽和冷却水的消耗。
氧化工序氧化反应器采用外分离二节鼓泡塔，塔内设板式气体分布器。
氧化反应为放热反应，该反应热的移出一直困扰着各双氧水生产厂家对氧化反应器的放大。
本设计氧化反应器采用目前国内最先进、合理的塔外部半管换热结构型式，该换热结构型式与内部换热结构型式相比不仅不占用反应器的反应空间，而且氧化反应收率高、换热效果好、易检修。
氧化尾气采用膨胀机组和活性炭吸附联合处理，不仅不再消耗低温冷却水，而且利用氧化尾气的压力能回收氧化尾气中夹带的有机物，在实现能量回收的同时能更多地回收氧化尾气中夹带的有机物，降低重芳烃的消耗定额。
萃取工序在萃取塔塔头增加了伞型分离器，不仅提高了塔的操作弹性，而且减轻了后处理工序的操作负荷，降低了去离子水和碳酸钾的消耗。
后处理工序后处理工序实现了碳酸钾蒸发系统连续操作，不仅使整个装置实现了集中控制、连续操作，而且也减轻了操作人员的劳动强度。
另外，液体过滤采用目前最先进的袋式和金属烧结管式精细过滤器，该型式与原有过滤器型式相比不仅设备尺寸减少，而且过滤精度高、不需清洗。
4.2.16.3.2工艺流程说明工作液的氢化工作液由工作液受槽用工作液泵经液-液换热器换热后，送至工作液预热器，将其预热到57℃后，与经调压和氢气过滤器净化后的氢气，一并进入固定床。
气、液混合物经固定床顶部气、液分布器分布后并流而下，由固定床下部出料或通过固定床外连接管再进入第二段固定床顶部，第二段固定床顶部亦装有气、液分布器以便使流经固定床的气、液混合物均匀分布，控制固定床塔头压力2.7～3.0kg/cm2（G），固定床温度40℃～70℃的条件下进行连续氢化反应。
温度和压力的控制要根据触媒活性和氢化程度的要求由低逐渐提高。
两段固定床的使用，要根据氢化效率的要求和触媒的活性来确定。
一般是先在固定床的第一段装填触媒，使用第一段固定床。
在正常条件下，钯触媒经再生后仍不能达到要求时，封闭第一段，且妥善处理。
启用第二段固定床，同理当第二段固定床在正常条件下钯触媒经再生后仍不能达到要求时，将第一段与第二段串联使用，最后当钯触媒再生后已不能满足生产时，更换钯触媒。
为防止触媒粉尘带到氧化工序引起双氧水的分解，从固定床出来的氢化液借固定床内的压力经氢化液过滤器滤除可能夹带的触媒粉尘及其它杂质后，连续进入氢化液气液分离器分离掉氢化液溶解氢气；尾气由氢化液气液分离器顶部出来，经氢化液尾气冷凝器将其中所含溶剂冷凝后，经阻火器放空。
冷凝液回流到氢化液气液分离器。
从固定床下部出来的氢化液一部分去氢化白土床，由氢化白土床顶部出来后与另一部分氢化液一同到氢化液气液分离器。
从氢化液气液分离器出来的氢化液经液-液换热器换热和氢化液冷却器冷却至50℃后进入氢化液受槽，由氢化液泵将其送入氧化塔。
在氢化液泵入口前滴加磷酸，把氢化液调至酸性。
塔釜出来的富余氢气经再生蒸汽冷凝器冷凝、冷凝液计量槽分离后，视氢化效率和杂质含量情况排放或由循环风机送回固定床。
固定床上、下两段均设有安全阀，当压力超过0.315MPa（G）时，安全阀会自动开启泄压。
氢化液的氧化氢化液的氧化是在温度50～55℃和压力0.25MPa(G)的条件下，在氧化塔中进行。
氧化塔分上、下两段，每段塔内各有三块筛板，10个气体分散管。
氢化液进入氧化塔上段的底部。
且由下而上进行氧化反应，从塔上部出塔后进入氧化液气液分离器A，经气、液分离后未反应完全的氧化液再进入氧化塔下段底部，同样是由下而上进行氧化反应，从塔顶出来进入氧化液气液分离器B，经气、液分离后氧化液去氧化液冷却器，然后进入氧化液受槽，由泵将氧化液经过滤器后送入萃取塔。
由界区外来的压缩空气经空气缓冲罐及空气过滤器后进入氧化塔下段底部，经塔底气体分散管分散成细小气泡后与氧化液气液分离器A下来的氧化液一同向上进入氧化液气液分离器B，经氧化液气液分离器B分离后，气体进入氧化塔上段底部，与氧化塔上塔底部的氢化液反应后，经氧化液气液分离器A分离后再经二次冷凝、分离后，经活性碳吸附和膨胀机组后放空，冷凝液回收到氧化液受槽。
氧化液中双氧水的萃取及净化氧化液中双氧水的萃取是在萃取塔中进行的。
萃取塔为筛板塔，塔内装有含少量磷酸的去离子水，氧化液经泵送入萃取塔底部，计量后的去离子水由泵送入萃取塔上部。
萃取塔塔头界面控制通过进入塔头的去离子水量调节。
氧化液在萃取塔中经筛板被分散成细小液滴，穿过连续水相逐渐升至塔顶，利用双氧水在水和氧化液中溶解度的不同进行萃取。
被分离出双氧水的氧化液（一般含双氧水≤0.1g/l）称为萃余液，经萃余液分离器分离后进入后处理工序。
去离子水与氧化液逆流接触，氧化液中的双氧水被水萃取，浓度逐渐升高，称其为萃取液。
萃取液由上向下流动，当浓度达到要求时，萃取液由塔底流出进入净化塔。
水与氧化液流量之比称为萃取比，根据成品浓度的要求，一般生产35%双氧水时控制在1∶65±3。
去离子水进入配制槽后，加入磷酸作为稳定剂，其酸度控制在≤0.2g/l以下,最终保证萃取液的酸度不大于0.4g/l（以硫酸计）。
净化塔也为筛板塔，芳烃溶剂由芳烃溶剂高位槽进入净化塔下部并充满塔。
由萃取塔出来的萃取液进入净化塔的上部，在塔内经分散向下流动，利用其密度差通过溶剂柱，除去双氧水中的有机杂质，净化后的萃取液自净化塔底部流出即为双氧水成品送至成品缶区。
自净化塔上部流出的芳烃去老装置工作液配制槽或去氧化液受槽回收使用。
工作液的后处理自萃取塔塔顶流出的萃余液进入萃余液分离器，除去夹带的大部分水和双氧水后，进入干燥塔，进一步除去微量双氧水和水。
干燥塔为筛板塔，其内装有密度为 1.3—1.4g/cm3的碳酸钾溶液，碳酸钾溶液来自碳酸钾泵,从塔中部进入塔内。
萃余液从干燥塔下部进入塔内，被筛板分散后向塔顶漂浮，以除去萃余液中水份、中和酸及分解双氧水。
除去水、双氧水后的工作液进入碳酸钾分离器除去部分夹带的碳酸钾溶液后，进入装有三氧化二铝的后处理白土床底部，进一步吸附工作液中的碳酸钾和再生蒽醌降解物，工作液自后处理白土床上部流出进入工作液受槽，由工作液泵经工作液过滤器送入固定床循环使用。
从干燥塔底部排出的密度≥1.2g/cm3的碳酸钾溶液，经碳酸钾预热器预热后进入碳酸钾蒸发器进行蒸发，使其浓缩到密度为1.30—1.40g/cm3，从底部流出进入碳酸钾冷却器冷却后进入碳酸钾受槽，再用泵送回干燥塔继续使用，此过程连续进行。
从碳酸钾蒸发器出来的水蒸汽与从干燥塔排出的碳酸钾溶液换热后排入废水处理系统。
4.2.16.4、原料、催化剂、化学品消耗量表公用物料和能量消耗定额表4.2.8 焦炉气压缩（1）工艺流程简述从焦化装置来的净化后的煤气进入焦炉气气柜（1000m3）。
从气柜出来的焦炉气压力约200mm水柱，温度40O C进入压缩机，从三段出口的焦炉气压力2.5MPa，温度约40O C送往精脱硫。
（2）原材料及动力消耗原材料、动力消耗定额及消耗量表4.2.9精脱硫（1）工艺流程简述来自焦炉气压缩的压力2.5MPa，温度40O C的焦炉气含无机硫20mg/Nm3，有机硫250mg/Nm3，先经过过滤器和预脱硫槽滤去油雾和脱除无机硫后送至转化装置利用余热提温到约320O C。
提温后的气体经一级加氢转化器，气体中的有机硫在此转化为无机硫，另外，气体中的氧也在此与氢反应生成水。
加氢转化后的气体含无机硫约255mg/Nm3，进入中温脱硫槽，脱去绝大部分的无机硫。
之后经过二级加氢转化器将残余的有机硫进行转化，再经中温氧化锌脱硫槽把关，使气体中的总硫达到0.1ppm。
出氧化锌脱硫槽的气体压力约为2.3Mpa，温度约为380O C送往转化装置。
装置中设置中温脱硫槽三台，操作时可串可并，正常操作时两串一备。
氧化锌脱硫槽为两台，正常操作时两台串联，单台需要更换触媒时，短时单台操作。
开车时或更换新触媒后，中温氧化铁脱硫剂需升温还原、铁钼加氢催化剂需升温硫化。
升温气体通过升温炉来加热，升温炉用燃料气作热源。
（2）原材料及动力消耗原材料、动力消耗定额及消耗量表4.2.10 转化（1）工艺流程简述来自精脱硫的焦炉气，温度约380o C，与废锅来的蒸汽混合，进入焦炉气蒸汽预热器，再经预热炉预热到 660o C，进入转化炉。
来自空分装置的氧气加入安全蒸汽后温度约300o C，进入转化炉，在转化炉顶部与焦炉气蒸汽混合，混合气体中氧首先与可燃气体反应产生反应热，为甲烷转化反应提供热量。
气体进入床层后，在催化剂的作用下，甲烷及少数多碳烃转化为一氧化碳和氢。
