煤制甲醇工艺概况篇1
关键词：焦炉气；脱硫；nHD溶液；惰性气体；甲醇
一、发展焦炉气制甲醇工艺的意义
我国的煤炭储藏量比较大，和煤炭相关的附属产品种类也比较丰富。其中，煤焦炭的生产量占世界生产总量的一大部分。但是，现在很多生产焦炭的厂家对其生产过程中产生的煤气的处理方法不太科学，需要我们加以研究进行改进。目前，我国厂家对煤气一般采取直接燃烧的方法，不但造成能源的消耗，还对空气带来了严重污染。因此，如何改造煤气处理方式，变废为宝，是我国焦炭生产行业亟需解决的一个重大课题。把焦炉煤气当做原材料制作甲醇，是目前国内处理这些煤气的主要手段，其技术运用已经比较成熟。由于其可以实现资源的二次利用同时还可以减少污染，国家能源使用中心和环保部门对这项技术的研究和发展都比较重视，因此，在我国将会有比较光明的发展前景。
想要对焦炉煤气进行处理，首先要弄明白它的主要构成成分，其中Co6.20%、Co22.2%、H258.48%、CH226.49%、惰性气体4.0%、o20.60%、H2S250/m3、CoS250/m3、CmHn2.0%，从上面的构成成分来看，焦炉煤气中氢元素含量比较大而碳元素含量较小，而且惰性气体难以转化，H2S及CoS转化过程中会有有害气体产生，因此，在生产甲醇的过程中，我们需要把惰性气体和这些有毒气体排除出去。CH4是我们生产甲醇必须要合成的气体。
同时在焦炉煤气中还具有少量的不饱和烃、焦油、萘、硫化物、氰化物、氨、苯等物质。这些物质在生产甲醇的时候，都需要加以排除。因此，使用焦炉煤气生产甲醇的关键就在于如何把这些物质排除以及CH4气体的转化。这里我们把排除焦炉煤气中杂质的过程称之为焦炉煤气的净化。这一过程主要包含焦炉煤气的初净化和精脱硫两个环节。第一个环节的操作过程主要分为aS氨硫循环洗涤、脱硫、脱氰、脱氨、洗苯，之后使用脱酸蒸氨，克劳斯炉还有脱苯塔对氨加以分化，对尾气中的硫和粗苯加以回收，至此，焦炉煤气净化的第一个环节完成，可以把这些尾气送入到下一环节实行精脱硫。
现在国内脱硫使用的主要方法是使用nHD湿法脱硫。通过nHD溶液可以溶解一多半的无机硫和一些有机硫，让硫元素的含量低于95/m3，剩余的硫元素使用干法脱除。所谓干法脱硫主要是通过加氢实现硫元素的脱除：加入一定的氢元素和一些催化剂，把有机硫变为无机硫H2S，再通过固硫剂把H2S排除出去。在这里使用的催化剂主要包含铁钼等元素，在300～360℃高温条件下，加入氢元素和铁锰以及氧化锌等物质进行最终的脱硫操作，把硫元素的总含量降低到10-7以下。
对CH4气体的转化主要借助纯氧强大的氧化功能，对这种气体实现部分氧化。这种操作方式主要具有氧气耗费少，而焦炉煤气利用率高的特点。可以实现大部分CH4气体的转化。
二、焦炉气制甲醇装置工艺运行情况分析及处理
1.焦炉气压缩机
使用焦炉气压缩机对焦炉煤气进行压缩，经常出现焦炉气压缩机温度过高影响性能稳定的问题。这种现象一般由两种原因引起：一方面是由于氮气分子过多；另一方面是压缩过程中发生了化学反应。在煤气构成中煤粉、焦油、苯、萘、氨、硫化物等物质在进行压缩的时候会发生化学变化，从而引起各级分离器中需要分离的物质大幅度上升，导致排液管道常常出现拥堵现象。
在上面这些现象频繁发生的情况下，焦炉气压缩机的运转时间大幅度缩短，同时在使用过程中需要多次倒车，容器中的气体容量不能保证，影响压缩效果。因此，在使用过程中对焦炉气压缩机进行了一定的改造和升级：在三四级活门处使用了新型活门，同时换掉气柜上的焦炭过滤器，在气柜上安装两台焦油捕捉器，进一步减少煤气中的焦油。
2.湿法脱硫系统
在对煤气进行净化的过程中，会产生很多的杂质。这些杂质在使用湿法脱硫的过程中，会对nHD溶液造成很大的污染。在脱硫操作刚刚开始的时候，由于溶液中的杂质还比较少，还看不出来污染；但是由于时间的推移，脱硫操作过程不断重复，溶液中的杂质变得越来越多，溶液污染现象就会越来越明显。随着污染程度的逐渐增加，nHD溶液的颜色也会产生一定的改变：由于杂质性质的不同，溶液逐渐分为三层：最下层是杂质，大概占十分之一左右；最上层是一些油状物，大概占二十分之一；而中间部分是nHD溶液，大概占五分之四左右。
随着污染物的逐渐增多，nHD溶液的成分也会逐渐改变。最上层和最下层的成分会逐渐增加，而中间部分的比例会逐渐减少。随着污染现象的加重，其脱硫效果也会逐渐减小。
因此，要对这一环节进行改造，就要在nHD溶液处增加一个备用槽，不断对nHD溶液进行分离，过滤到其中的杂质，延长其使用时间。
3.干法脱硫系统
湿法脱硫环节的脱硫效果不好，直接导致进入干法脱硫环节的尾气中硫含量过高。这在一定程度上增加了干法脱硫环节的工作量，导致这一环节达不到预期的处理效果。
同时，尾气中氧元素过高，也会对这一环节的脱硫效果造成了一定的干扰。
4.合成系统
对焦炉煤气的处理，还要对一部分气体进行合成操作，这就是我们通常说的“两高三低”，高是指Co和H2含量高；低是指n2、Co2、总硫含量低。生成甲醇的主要成分是Co、H2和Co2。从理论上来说，氢碳元素的含量比需要控制在二比一上下。这和实际情况存在一定的出入，这就导致废气生产的甲醇总量比较低。氮气是最主要的惰性气体，氮元素不属于生产甲醇的成分，但是其会对甲醇的生产带来严重的影响：首先会加重焦炉气压缩机的运转负荷；其次会加大尾气排放量；最后也会影响焦炉气压缩机的运转速度。这些都会最终影响焦炉煤气生产甲醇的速度和质量。
三、提高焦炉气制甲醇工艺运行质量的思路
1.减少氮气含量
这一方式必须从生产的第一个环节开始，在炼焦的过程中，减少焦炉煤气中的氮气含量。在炼焦、生产、甲醇生产等环节抓起，降低整个环节中的氮气含量。
2.做好脱硫环节的工作
在生产甲醇的过程中，做好各个环节的脱硫工作，这样就可以减少总过程中的硫含量，增加脱硫剂、催化剂的使用时间。
3.对nHD溶液的成分仔细分析
针对湿法脱硫环节，做好nHD溶液的成分解析工作。不断调整溶液的成分，保证nHD溶液的脱硫效果，从而保证本环节和下一环节的脱硫效果。
四、结束语
想要保证整个生产甲醇过程的操作效果，就要掌控好各个环节的运行标准，减少对甲醇生产产生不利影响的各种因素，提高甲醇生产的生产效率，减少整个过程中废气的排放量，真正实现环保和节能的双重目标。
参考文献：
煤制甲醇工艺概况篇2
关键词：甲醇气化合成空分
一、煤气化制甲醇的重要意义
作为一种传统的化工原料，甲醇在化工行业中一直扮演着极其重要的角色。随着油价的日益上涨和甲醇应用领域的不断拓展，甲醇及其衍生品的应用也越来越受到人们的重视。在市场需求的推动下，甲醇及其衍生物的生产迎来了发展的黄金时期。
在我国，80%以上的甲醇来源于煤炭转化，充足的煤炭供应是甲醇经济发展的基础。据国有资产管理委员会的数据，我国累计探明可供建井的煤炭储量多达2000多亿吨，占全国已探明储量的90%以上，按近些年平均20亿吨/年的开采量计算，仅目前探明的储量就可以开采一百年以上。
甲醇作为极其重要的一种化工原料，其下游衍生品也很丰富，这也是煤基甲醇化工可以代替部分石油化工的原因。传统工艺上甲醇可以用来生产甲醛、合成橡胶、甲基叔丁基醚、对苯二甲酸二甲脂、氯甲烷、甲基丙烯酸甲脂、醋酸、甲胺等一系列有机化工产品。
除了传统应用，甲醇化工应用技术近期还取得了不少新的突破。中科院福建物质结构研究所和上海金煤化工合作研发的煤基甲醇制乙二醇技术处于世界领先地位，并成功应用于内蒙古通辽经济开发区已开工的20万吨/年乙二醇项目。神华集团的百万吨级甲醇制烯烃项目运行平稳，兖矿集团国宏化工有限责任公司的甲醇制二甲醚的项目也将于近期开工。
除了化工应用外，甲醇作为替代燃料近年来发展也很迅猛，源于甲醇的替代燃料主要包括甲醇掺混汽油、甲醇制汽油和燃料电池等。甲醇掺混汽油是指在汽油中掺入5%、15%、25%和85%等不同比例的甲醇。07年8月份，奇瑞甲醇燃料汽车的技术改造基本完成，由奇瑞研制的10辆m85高比例甲醇燃料样车已在山西进入试用阶段。而早在2005年10月至2006年6月，山西省已在阳泉、临汾、晋城进行m15低比例甲醇汽油的试点封闭运作。现在，兖矿集团国宏化工有限责任公司的甲醇汽油项目已经实现工业化，并且收益很高。
此外，甲醇制汽油（mtG）也是甲醇燃料应用的重要领域之一。除了埃克森美孚公司的二步法mtG技术，中科院山西煤化所与化学工业第二设计院共同开发的一步法甲醇转化制备汽油技术，已在其能源化工中试基地完成中试。与埃克森美孚公司的技术相比，国产技术具有汽油选择性高，工艺流程短，单程寿命长和催化剂稳定性等优势[1]。
二、煤制甲醇基本的工艺及设备介绍
1.煤炭的气化
煤气化技术是煤制甲醇工艺中的关键性。目前，国内外先进的煤气化技术主要包括：荷兰Shell公司的SCGp粉煤加压气化工艺、德国未来能源公司的GSp粉煤加压气化技术、美国texaco公司德士古气化工艺、德国Lurgi公司的Lurgi块煤加压气化工艺等，本文以德士古气化工艺为例进行气化工艺的介绍。
1.1煤浆制备
由输送系统送来的原料煤干基（
1.2气化
在本工段，水煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。
煤浆由煤浆槽经煤浆加压泵加压后连同空分送来的高压氧通过烧嘴进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧气发生主要反应如下：
CmHnSr+m/2o2mCo+（n/2-r）H2+rH2S
Co+H2oH2+Co2
气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成Co、H2、Co2、H2o和少量CH4、H2S等气体。
离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。
气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。
1.3灰水处理
将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。
1.4Co变换
将气体中的Co部分变换成H2。发生的的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：
Co+H2oH2+Co2
2.合成气的净化
本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中Co2、全部硫化物、其它杂质和H2o。低温甲醇洗工艺是使用物理吸收法的酸性气体净化技术，使用冷甲醇作为酸性气体的吸收液，利用甲醇在零下60℃左右的低温下对酸性气体溶解度特别大的性质，分段选择性地吸收原料气中的Co2、H2S及各种有机硫等杂质，低温甲醇洗工艺一般有林德和鲁奇两种，二者基本原理相同，并且技术都很成熟，只是在工程实施、工艺流程设计和设备设计上各有特点。
3.甲醇的合成
国内外使用的甲醇合成塔主要有冷管式、冷激式、固定管板列管式水管式和多床内换热式合成塔。冷激式合成塔碳转化率太低，能耗高，已基本淘汰：冷管式合成塔碳转化率较高但副产的蒸汽仅为0.4mpa，大型装置中很少采用；水管式合成塔传热系数较高，能更好地移走反应热，缩小传热面积，并能多装催化剂，同时可副产中压蒸汽，是大型化较理想的塔型，在60万t以上大型装置应用较为广泛；固定管板由于列管需用特种的不锈钢，因而造价最高；多床内换热式合成塔由大型氨合成塔发展而来，目前氨合成塔均采用三床（四床）内换热式合成塔。
4.甲醇的精馏
甲醇的精馏工艺，主要有iCi的两塔流程和Lurgi三塔流程两种。iCi两塔工艺虽然工艺流程简单、装置投资省，但是能耗相对较高；而Lurgi三塔精馏工艺流程虽然相对较长，但操作能耗较iCi两塔工艺流程低。从投资和能耗等方面来综合考虑，对大、中型甲醇精馏装置，三塔精馏工艺优点更加明显。主要原因在于三塔型工艺流程设置有一个加压操作（压力为0.6～0.7mpa）的主精馏塔，加压塔塔顶甲醇蒸汽冷凝热可以用作常压精馏塔塔底再沸器热源，减少了水蒸汽和冷却水消耗，从而使得精馏过程总的能耗可比二塔流程低20%～30%。
从清洁环保角度来讲，也应该采取三塔精馏工艺。目前在原来三塔精馏的基础上又增加了回收塔，这进一步提高回收常压精馏塔塔底排出的含有少量甲醇的废水的能力，提高了产品收率并减少废水污染物产生量。
三、甲醇生产工艺的选择
甲醇的生产现已大规模连续化，生产过程中要求合成气中（H2+Co）含量高，要求煤气化工艺更成熟可靠，效率更高。结合产品的质量要求、环境友好以及不同工艺设备的技术特点，煤制甲醇工艺的选择应依据以下原则：
1.适用性，不同的煤气化技术适用于不同的煤种，硬根据所用煤的质量、性质、品种等选择合适的煤气化工艺及后续工艺。
2.可靠性，技术必须成熟可靠，在保证产品质量和生产能力的前提下，设备装置应能连续稳定运转。
3.先进性，先进性体现在产品质量性能、设备水平和工艺水平等方面，先进性决定项目的市场竞争力，应全面研究工艺技术的现状和发展趋势，深入探讨是否可以采用更为先进的工艺技术。
4.经济性，要求所才用技术设备运行和维护成本低、投资省、消耗低。
5.安全环保性，煤化工生产过程容易产生大量煤粉、“三废”等污染物，应选用安全环保的工艺进行安全、清洁生产[2]。
四、结语
甲醇用作燃料，排放气中的一氧化碳，氮氧化物等含量降低，是一种环境友好的燃料，尤为重要的是，对于我国来说，能够降低对石油的依赖程度，优化能源结构。但是在甲醇生产工艺选择上，一定要根据实际情况，遵循适用、安全可靠、经济环保、技术先进的原则。
参考文献
煤制甲醇工艺概况篇3
【关键词】煤制烯烃厂主要工艺路线蒸汽平衡及优化停开工及事故工况蒸汽平衡
煤制烯烃厂各生产装置需要消耗大量的蒸汽，而同时利用反应热产生大量的蒸汽。选定合理的蒸汽平衡方案，解决存在的难点，对煤制烯烃厂的能耗将产生很大影响。由于各级蒸汽管网的容量小，在设计上存在很大的局限性，使得因蒸汽平衡而带来的一系列问题在开工中显得非常突出，另外对蒸汽系统的改进，从经济效益安全生产上也非常必要。
1工艺路线及工艺技术概括
1.1工艺路线
本项目以煤为原料，采用水煤浆加压气化技术制备粗合成气，经部分耐硫变换、低温甲醇洗净化得到满足甲醇合成要求的精制合成气，再经甲醇装置获得mto级甲醇。在需要时，部分粗甲醇可经过甲醇装置精馏单元得到精甲醇产品。mto级甲醇经过甲醇制烯烃装置转化为乙烯和丙烯的混合物，再经烯烃分离装置获得聚合级的乙烯和丙烯，最后通过聚乙烯和聚丙烯装置聚合反应生产出聚乙烯和聚丙烯产品。
1.2工艺技术特点
项目采用美国Ge公司水煤浆煤气化技术、德国Linde公司低温甲醇洗净化技术、英国Davy公司甲醇合成技术、中科院大连化物所甲醇制低碳烯烃技术（Dmto）、美国aBBLummus公司烯烃分离技术、美国Univation公司聚乙烯技术和美国Dow化学公司聚丙烯技术路线，最终生产聚乙烯和聚丙烯产品。
2煤制烯烃厂蒸汽发生系统流程简述
2.1全厂蒸汽系统流程简述
公司系统工程由中国天辰工程公司epC总承包，设有五级蒸汽管网系统，分别为高压蒸汽管网（9.8mpa，540℃）、中压蒸汽管网（4.1mpa，420℃）、次中压蒸汽管网（1.73mpa，300℃）、低压蒸汽管网（1.1mpa，250℃）、低低压蒸汽管网（0.46mpa，200℃）。热电站有燃煤锅炉三台，单台设计产蒸汽量为480t/h（9.8mpa，540℃），原设单线9.8-4.1mpa减温减压器，目前为三条，为4.1mpa蒸汽管网供给中压蒸汽，设2×50mw发电机组做蒸汽调剂兼顾发电之用（中抽4.1mpa蒸汽补入管网）；此外，外管网设有4.1-1.73mpa、1.73-1.11mpa、1.1-0.46mpa双线减温减压器、2013年新增4.1-1.1mpa用于补充调剂各级蒸汽管网，设有0.46mpa蒸汽减温器，供净化装置变换单元开车使用。装置正常运行时，净化装置、硫回收装置、合成装置、mto装置副产部分4.1mpa、1.73mpa、1.1mpa、0.46mpa过热蒸汽分别并入相应级别蒸汽管网。
2.2主要来源与用户
高压蒸汽，该等级蒸汽由热电锅炉直接供应，除热电汽轮机使用外，只有空分装置一个用户，另外设置一个减温减压J2302a/B/C。中压蒸汽，该等级蒸汽为热电站可调抽汽和净化装置、mto装置、硫回收装置副产蒸汽，主要用于工艺装置驱动和部分装置开车。当汽轮发电机停运时由其抽汽旁路减温减压器J2302a/B/C供应。次中压蒸汽，该等级蒸汽为甲醇装置合成塔副产蒸汽，主要用于循环水泵透平装置驱动和电站回用。当蒸汽不足时由减温减压器290e102a、b供应。低压蒸汽，该等级蒸汽为净化装置副产蒸汽，主要用于工艺装置生产、采暖、伴热和电站回用。当蒸汽不足时由减温减压器290e103a、b、290e106补充供应。低低压蒸汽，该等级蒸汽为净化装置副产蒸汽，主要用于工艺装置生产、采暖、伴热和电站回用。当蒸汽不足时由减温减压器290e104a、b补充供应。
全厂减温减压器分布情况：①9.8mpa管网减压至4.1mpa管网：减温减压J2032a/B/C设计通量：160/160/300t/h。②4.1mpa管网减压至1.73mpa管网：减温减压290e102a/b设计通量：200/100t/h。③4.1mpa管网减压至1.1mpa管网：减温减压290e106设计通量：150t/h。④1.73mpa管网减压至1.10mpa管网：减温减压290e103a/b设计通量：150/100t/h。⑤1.10mpa管网减压至0.46mpa管网：减温减压290e104a/b设计通量：150/100t/h。⑥0.46mpa管网减温至0.46mpa饱和蒸汽官网减温器290e105设计通量：30t/h。
3不同工况下的蒸汽平衡及问题
包头煤制烯烃厂原设计有五种生产工况下的蒸汽平衡：工况一：180万吨mto级甲醇生产、60万吨精馏不运行、mto装置满负荷运行时三炉二机蒸汽平衡（夏季/冬季）；工况二：180万吨mto级甲醇生产、60万吨精馏不运行、mto装置满负荷运行时二炉机一机蒸汽平衡（夏季/冬季）；工况三：120万吨mto级甲醇生产、60万吨精馏运行、mto装置70%负荷运行时蒸汽平衡（夏季/冬季）；工况四：180万吨mto级甲醇生产、60万吨精馏运行、mto装置不运行时蒸汽平衡（夏季/冬季）；工况五：甲醇停止生产、mto装置100%负荷时蒸汽平衡（夏季/冬季）。
包头煤制烯烃厂从2010年5月原始开工至今，经历过五种工况下的蒸汽平衡，原设计的五种蒸汽平衡基本上满足生产运行，但也存在蒸汽不平衡现象。（1）包头煤制烯烃厂原始车开车以来，出现烯烃中心各装置开车、甲醇中心准备开车时，或者公司各装置正常运行时甲醇中心净化装置变换单元故障停车的两种情况下的工况为公司蒸汽系统不平衡的典型工况，严重影响了公司装置的开车进度和生产组织安排。①类似工况五，系统需要的0.46、1.1、1.7、4.1mpa四个等级的蒸汽总量约590t/h，化工和石化装置开车所需蒸汽均来至9.8至4.1mpa减温减压器。原始设计一台减温减压器160t/h和两台发电机透平抽气通量最大各为160t/h，总量480t/h，故总通量不够，而且在开车过程中全厂电负荷不高，热电中心发电机负荷低使得4.1mpa抽汽量也达不到设计满负荷，所以9.8至4.1mpa减温减压器的能力不足；②4.1mpa蒸汽主管（18"）的设计输送能力为320t/h，故输送能力也不足。③从各级蒸汽管网的输送能力分析，目前的2台1.7至1.1mpa减温减压器的总能力为250t/h，比典型工况时需要的0.46和1.1mpa蒸汽总量低107t/h，得出1.7至1.1mpa减温减压器的能力不足。（2）公司4.1mpa管网用气量设计由用汽轮机抽汽供给，正常9.8至4.1mpa减温减压器热备用，而实际生产中汽轮机4.1mpa抽汽温度高，4.1mpa蒸汽管网容易超温，所以必须投用减温减压阀来控制温度。（3）原设计部分蒸汽供给和使用单位，均未设计流量计，特别是热电中心各级返汽，对蒸汽平衡带来很大困难。（4）在开工过程中，mto装置副产4.1mpa未达并网条件时，就地放空20t/h。（5）原始设计三台480t/h锅炉，但是实际最大负荷仅为360t/h，无法满足正常负荷下9.8mpa管网1150t/h的总量，在锅炉波动或者事故停炉下，化工和石化装置将面临减负甚至停车的风险。（6）开工期间，循环水透平运行不够稳定，1.73mpa蒸汽主要通过1.73-1.11mpa、1.1-0.46mpa减温减压器送至0.46mpa管网使用，造成能源利用率低，同时，当变换副产蒸汽减少时，mto装置和其它装置各级蒸汽用量主要通过两级减温减压器供给，两级减温减压器在事故状态下无法满足。（7）夏季化工和石化装置满负荷运行，精馏不开工况下，系统副产蒸汽有1.1mpa等级的127t/h富余放空。原始设计1.1mpa蒸汽热电站返汽量为155t/h，可实际返汽量仅为35t/h。冬季采暖伴热系统投用后系统蒸汽平衡。
4综合平衡方案及优化措施
煤制烯烃厂在正常生产过程中，除副产蒸汽外，还需要热电通过汽轮发电机抽出4.1mpa蒸汽或者减温减压站补充4.1mpa管网蒸汽量120-130t/h，以维持化工和石化装置的正常生产。在低负荷生产时，所需要补充的蒸汽量将随之增大，而在开工过程中，气化炉投料后变换装置副产蒸汽未并网之前，主要靠热电供蒸汽，维持平衡。因此，煤制烯烃厂的蒸汽平衡方案，不仅需要考虑正常生产情况，还要考虑开停工、低负荷生产、事故状态下等情况，使其发挥充分灵活性和可操作性
优化措施：（1）针对典型蒸汽平衡工况中出现的问题，我公司采取相应的优化措施给予解决.①增设1台9.8至4.1mpa减温减压器，能力按照300t/h设计，布置在热电中心。②4.1mpa蒸汽主管（18”）输送能力不足，新增设1根18”4.1mpa蒸汽管线，从新增的9.8至4.1mpa减温减压器后接管，沿2号、3号管廊至甲醇中心蒸汽减温减压站，与目前的蒸汽主管碰管，碰管点位于减温减压站与甲醇合成气压缩机蒸汽支管之间。③由于2台4.1至1.7mpa减温减压器的总能力满足生产需要，增设1台4.1至1.1mpa减温减压器，能力按照150t/h设计，布置在甲醇中心减温减压站。（2）针对公司汽轮机4.1mpa抽汽温度高，4.1mpa蒸汽管网容易超温，减温减压站长期有开度的情况，公司采取新增汽轮机4.1mpa抽汽减温器，控制抽汽温度。（3）新增热电站1.73mpa、1.1mpa、0.46mpa返汽流量计，便于全厂蒸汽平衡和能源计量。（4）mto装置开工时将20t/h中压蒸汽减压后并入低压蒸汽管网来增加蒸汽产量，保证全厂蒸汽管网压力，节约能约，降低噪声。（5）新建一台4#锅炉（480t/h），同时对原来三台锅炉省煤器进行改造，增加换热面积，实现单台锅炉能力达480t/h，保证锅炉供汽稳定，同时解决单锅炉检修对全厂的安稳运行的风险，实现锅炉有备炉。（6）加强循环水透平的检修和维护质量，保证循环水透平长周期运行，将1.73mpa通过透平做功后送至0.46mpa管网使用，节约能源，同时减轻两级减温减压器在事故状态下负荷，给蒸汽平衡提供有力手段。（7）针对夏季1.1mpa副产蒸汽有富余放空。可以考虑上透平驱动的泵比如在循环水场、变换锅炉给水泵、大型汽轮机透平油泵。开车初期可以用电泵给循环水系统开车用，等变换系统副产蒸汽上来以后启动汽轮机驱动透平，取代电机。当系统降负荷时，适当开启减压减温阀，或者开启电机。
5开停工过程中的蒸汽平衡
（1）按照原设计蒸汽方案，开工必须需要经过三个阶段，按照热电锅炉、空分装置化工装置开工（气化装置、净化装置、变换副产蒸汽并网后）石化装置开工（mto装置投料及后续装置开工）。通过以往开工经验，化工装置开工至少需要250t，石化装置开工至少需要300t。通过优化措施实现蒸汽平衡满足多种开工方案，热电锅炉、空分装置mto装置与气化装置同时开工，如果甲醇罐存足够，石化装置可以倒开车。
（2）按照原设计蒸汽方案，石化与化工装置不能同时停工，必须变换装置先停一个系列后，待石化装置停工后，再停变换二系列。通过优化措施实现石化与化工装置同时停工。缩短化工装置停工时间，缩短全厂停工检修时间。
6事故状态下的蒸汽平衡
（1）按照事故发生装置，事故状态下可分为锅炉故障停炉时、空分故障、净化故障、合成故障、mto装置故障。原设计的蒸汽平衡除变换单元副产蒸汽全部中时不能基本能满足，其它均可以。（2）通过优化措施后，可以满足以上事故状态下的蒸汽平衡。
7通过优化控制方案和原方案的经济效益
（1）从事故处理角度看，当变换副产蒸汽因事故中断，原设计蒸汽平衡方案可以保证烯烃中心满负荷运行，但是不能满足甲醇中心快速恢复生产所需要的蒸汽量，必须按照气化向变换一个系列导气，副产蒸汽并网，然后开净化丙烯压缩机、合成塔升温。通过优化措施，解决事故状态下全厂蒸汽平衡问题，缩短生产恢复时间至少24小时，按照每小时产200吨mto级甲醇（吨烯烃耗mto级甲醇3.4吨），产生经济效益423万元。（2）从开停工角度看，优化控制方案可以实现倒开车或者石化化工同时开车，可以比原方案至少提前3天出聚烯烃产品，按照每天1700吨，每吨聚烯烃产品利润3000元，产生经济效益1530万元。
煤制甲醇工艺概况篇4
【关键词】煤化工；tricon；控制系统；主风机
abastract：thisarticlemainlyintroducedthesoftwareandhardwarecomposition，tricontmRstructureandtheantisurgecontroltheoryofthetriconexcomponyoftriconcontrolsystem，whichhavebeenusedsuccessfullyinthemethanoltoolefinsplant（mto）CCSofShenhuaBaotouCoaltoolefinproject，inaddition，someexamplesofproblemsandsolutionswhichwerehappenedinnormalmaintenanceweretakentosupporttheargumentinthearticle.
Keywords：coalchemical；tricon；controlsystem；Blower
引言
某公司煤制烯烃项目，是以煤为原料，通过煤气化制甲醇、甲醇制烯烃、烯烃生产聚乙烯、聚丙烯的煤化工项目，年产聚乙烯30万吨、聚丙烯30万吨。煤化工煤制烯烃工艺，开创了煤基能源化工产业的新途径，结合我国“富煤少油缺气”的能源结构特点，充分利用我国储量丰富的煤资源，大力开发煤炭替代石油的新技术，对于我国保障国家能源安全、降低能源风险，推进低碳经济发展具有重要意义。某公司煤制烯烃项目甲醇制烯烃装置（简称mto装置）采用中国科学院大连化学物理研究所、中国石化集团洛阳石油化工工程公司和陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司共同开发的Dmto工艺技术。其核心动力设备是由沈阳鼓风机集团有限公司（以下简称“沈鼓”）提供的两套主风机组。
1.机组概述
mto装置两台主风机组为一主一备，该主风机组用于神华包头煤化工有限公司mto装置甲醇制烯烃单元，机组为双层布置，户外安装，有顶棚，无采暖设备，设备安装在非防暴场所。压缩机采用电机驱动，压缩机主机、增速机及电机采用整体钢结构底座，布置在厂房二楼，油站等辅机布置在厂房一楼，油事故停车高位油箱布置在机组回转轴中心线上方6米处。
主风机采用电机带动压缩机来压缩。tRiCon作为机组控制系统主要实现：压缩机组启、停控制；压缩机组工艺流程控制；离心压缩机的防喘振控制；压缩机轴振动、轴位移、轴温监控；油路系统控制；压缩机联锁保护。
主风机的振动、位移、转速的监测采用的是本特利内华达3500系统，该系统由电涡流传感器（探头）、延伸电缆、前置器、信号电缆、监测系统组成。监测器出来的信号通过硬接线连接到tricon系统；主风机的测温元件内埋于轴承瓦块中，采用pt100型铂电阻双支轴承温度探头，信号直接进入tricon系统。
2.控制系统
2.1控制系统硬件概述
2.1.1控制系统硬件结构及工作原理说明
主风机采用的是tRiConeX公司的tS3000控制系统，该控制系统采用tmR冗余容错控制器，既保证了设备的容错能力，又能在元部件出现硬件故障或者来自内部或外部来源的瞬态故障的情况下提供完好的不间断控制，大大提高了系统的安全性和可用性。
三个主处理器为tmR模块冗余，每个主处理器模块都可以独立在线插拔更换，而不影响系统运行，系统所有io模件都为tmR冗余，系统每个io模件都有对应的热备插槽，io卡件允许在线热插拔，每一个i/o模件内都包容有三个独立的分电路。输入模件上的每一分电路读取过程数据并将这些信息传送给它相应的主处理器。三个主处理器通过一个专用的被称作triBus的高速总线系统通讯，每扫描一次，主处理器都通过triBus与其相邻的主处理器进行通讯，达到同步。triBus表决数字输入数据、比较输出数据、并将模拟输入数据拷贝至各个主处理器。主处理器执行控制程序并把由控制程序所产生的输出送给输出模件。
2.1.2信号处理
卡件并不与信号直接连接，现场信号首先接入专用端子板，再经卡件与端子板之间连接的专用连接电缆进入卡件。信号在端子板上进行必要的转换、隔离处理，比如Di端子板设有保险，以防止大电流造成的损坏，并设有LeD灯用以指示回路断路。
mto进入tRiCon控制系统的ai信号均经过隔离栅后再接入ai端子板，而ao信号从ao端子板出来后，也要先经过隔离栅后再送至现场；除干触点外，Di、Do信号全部经过继电器隔离后接入数字量端子板；重要仪表，比如振动、位移等重要的联锁模拟量经过本特利3500监测器后输出一组模拟量再送到ai端子板，从端子板出来的信号全部进入tRiCon系统。
煤制甲醇工艺概况篇5
作为LpG和石油类的替代燃料，目前二甲醚倍受注目，文章介绍了二甲醚的性质、制法及其用途。
作为LpG和石油类的替代燃料，目前二甲醚(Dme)倍受注目。Dme是具有与LpG的物理性质相类似的化学品，在燃烧时不会产生破坏环境的气体，能便宜而大量地生产。与甲烷一样，被期望成为21世纪的能源之一。
1二甲醚
1．1概况
Dme的化学式是CH30CH3，是醚的同系物，但与用作麻醉剂的乙醚不一样，毒性极低；能溶解各种化学物质；由于加压时容易液化，可以用作喷雾剂、致冷剂及特殊燃料。
现在Dme是由甲醇在催化剂存在下脱水合成；也可以将甲醇合成时产生的气体分离精制制造。目前全世界二甲醚的产量不超过10×104t/y。
1．2Dme的物理性质与特性
表1列出了Dme及其它燃料的性质。
表1Dme与其它燃料的性质比较表
项目二甲醚丙烷丁烷甲醇轻油(2号)
化学式CH30CH3C3H8C4H10CH30H-
分子量46.0744.0658.0832.04-
沸点℃-24.9-42.1-0.564.5190-350
液比重(沸点)0.750.580.60--
(20℃)0.670.490.570.790.8-0.88
蒸发潜热kJ/kg467126386--
蒸汽压mpa,20℃0.5100.8330.207--
爆炸极限％3.4-272.2-9.51.9-8.56.2-36-
十六烷值155--545>
低位发热量mJ/kg28.946.545.821.142.5
注1十六烷值，表示柴油着火性的指数，该值高表示着火性好。
Dme与LpG一样是无色物质，常温常压下是气体。
沸点约-25℃，比C3H8高、比C4H10低。常压下冷到-25℃或在常温下加压到0.5-0.6mpa，容易液化。
在沸点时液体比重比C3H8、C4H10大。
从表1可以知道其特性：
1)液态时的低发热量比C3H8、C4H10低，比CH30H高；
2)十六烷值与轻油近似，具有作柴油引擎燃料的优良特性；
3)爆炸极限比C3H8、C4H10范围宽，但窄于CH30H。
因此说，Dme可以作为燃料被广泛应用。
2Dme的开发
自然界里Dme并不存在，必须由原料来制成，天然气和煤是目前较好的原料。当然在考虑原料问题时，对矿物燃料的资源量必须同时考虑。
由最近的统计确认的矿物燃料埋藏量的可开采年份是：(至1996年底，Bp统计)石油：42年；天然气：62年：煤：224年。其中，石油资源在21世纪迎来生产颠峰后生产量将逐渐减少。
天然气可开采年分比石油长20年，还在进行开发，估计将来的埋藏量可达现在3倍，不用担心资源的枯竭：煤可开采年份300年。在Dme大量生产时主要考虑用天然气作燃料。
2．1天然气为原料的Dme生产
2．1．1合成工艺
由天然气生产Dme的流程如下：
天然气合成气甲醇Dme
CH4Co/H2CH30HCH30CH3
|---直接法---
首先，天然气净化后用改质催化剂合成以Co、H2比为主要成分的合成气；这合成气在铜系催化剂下合成甲醇，再由甲醇脱水生产Dme。最近为简化工程，降低建设成本，研究了直接制造Dme的工艺(直接法)。由天然气经由甲醇合成Dme的反应式如下：
改质反应
CH4十H20Co十3H2-206．3kJ／mo1
C0十H20Co2十H2十41.0kJ／mol
甲醇合成反应
C0十2H2CH30H十90．4kJ／mol
Co十3H2CH30H十49．4kJ／mol
脱水反应(Dme合成反应)
2CH30HCH30CH3+H20+23．4kJ／mol
直接法，就是在上述反应中甲醇合成和脱水反应在一个反应器里进行的方法。
2．1．2设备的开发要点
上述的工程中，改质反应是采用了在一般的设备里有催化剂存在下水蒸气改质法制造甲醇和城市煤气等的方法。从已有的技术来看，要与LpG和燃料油竞争必须要规模大、设备大型及提高效率以达到低成本生产。
例如，水蒸气改质法，改质在反应管内进行，从热传递和强度来看，以前的方法有尺寸的限制，故有规模特点的问题。
但与在合成甲醇时所需的比例相比，用水蒸气改质法得到的混合气中H2含量是过剩的，这将降低能效。为了改善这些问题，开发了部分氧化法(用氧的改质法)、水蒸气改质法与部分氧化法组合系统或热交换器型改质炉和用陶瓷薄膜的改质炉。
在合成甲醇中，采用了在大型装置里使用淬冷型(用于冷却的合成气淬冷反应器)，为了放大，提出了回收反应热和提高能效的课题。
最近又开发了除去反应热，一次转化率高的液相法。Dme直接合成法也有同样的情况，反应器的构造成了问题。
在各阶段里，共同的课题中长寿、高效的催化剂都是不可缺少。目前从天然气制造Dme还处于50kg／d一5t/d的试验规模。
2．2煤作原料生产Dme
在亚洲、太平洋地区有丰富的煤，但大量用作燃料有如下缺点：
1)煤是固体，难以用管道输送，为弥补这一点，采用煤、油(Com)和煤、水混合物
(Cwm)，在输送、贮藏方面的问题颇多，而且在成本上与石油、LpG、LnG无法竞争。
2)煤中灰分多，会增加运输成本，且在燃烧后还有灰的处理问题；
3)燃烧时要产生Sox、nox，且有煤尘产生，必须要投资很大的防止大气污染设备；
4)低热值的褐煤、次烟煤等不能很好的利用。
若能以煤作为原料制成Dme，则上述缺点全都克服了。而且炭层甲烷(CmG)也可使用，它的需要量将大大地扩大。
由煤生产Dme的过程如下：
煤层甲烷
|-Dme
煤气化精制-调整反映器|-C02
|-水、甲醇
2．3以减少C02排放量为目的的Dme生产1997年防止地球温室化的京都会议的目标是2010年先进国家的C02等温室化气体要比1990年削减5％以上。在成本方面，目前还未考虑以工业大规模生产，唯一在进行试验的是C02的接触加氢生产Dme。
C02接触加氢是在催化剂存在的情况下，C02与氢反应生成乙醇及各种烃类的方法。
氢在地球上大量存在，用便宜的制造方法由水即可制得。现在进行的接触式加氢都是反应条件的开发、研究等课题。
3Dme的用途
作为能源，考虑Dme有如下用途：
1)代替柴油作运输用燃料，由于Dme的十六烷值高，完全能替代柴油。又由于在成分中含氧，因排放气造成的环境污染少。而且已经对其进行了作为柴油替代物的燃料规格、安全性、环境影响的考察。
2)作火力发电的燃料，在用液化天然气的场合下是不需要大规模设备的，在这方面使用在煤与中小气田制造的Dme，将来是大有希望。在大发电厂可以考虑将Dme用来作为调峰时发电用燃料。
3)作民用燃料，因其具有与LpG相类似的特性，用作民用燃料的用途相当广。目前在中国已有小规模使用Dme作民用燃料的例子。
4Dme的输送与储藏
Dme与LpG持有相似的物性，国内法规中的高压气体安全法规仍适用。输送与储藏系统也与LpG相同。对金属无腐蚀，对运输船只、管材、储槽等与LpG的无太大差别。
大容量储槽是采用在约-25℃的低温贮槽储存。用低温储槽，只需要一般的BoG(气化气)的再液化设备，但所要求的压力可以比ipG的略低。Dme的蒸发潜热与丙烷的基本相同，这将有利于降低Dme的运行成本。
煤制甲醇工艺概况篇6
[关键词]mto碱水洗塔黄油反应机理GC-mS
中图分类号：文献标识码：a文章编号：1009-914X（2014）09-0314-03
1、概述
神华包头煤制烯烃项目是国家发改委“十一五”期间核准的第一个煤制烯烃示范项目，是世界首套且规模最大的煤基甲醇制烯烃（乙烯和丙烯联产）大型工业化示范工程，年产30万吨聚乙烯和30万吨聚丙烯。其mto反应单元采用的是洛阳院和大连物化所自主开发的世界领先的甲醇制低碳烯烃技术（Dmto），烯烃回收单元采用的是美国LUmmUS公司的烯烃分离技术。烯烃回收单元在反应气压缩机二段和三段之间设有碱/水洗塔，碱/水洗塔分为三段碱洗和一段水洗。mto反应气从碱洗塔底部进入，依次经过弱碱、中碱、强碱段，最后经过水洗段。在碱洗段脱除mto反应气中的酸性气体，在水洗段脱除mto反应气中可能夹带的碱液，防止碱沫夹带至下游设备。
mto反应气在碱水洗过程中产生大量的黄油，黄油量大将影响碱水洗塔的正常运行和碱洗效果，并消耗大量的碱液，同时，大量黄油易聚合结垢阻塞塔内分布器及填料，造成堵塔现象，使碱洗塔的运行周期缩短。更为重要的是废碱液常因含油量、化学耗氧量指标不合格，给下游处理设施的操作带来困难，影响环保排放指标。
2、试验部分
2.1仪器与试剂
GCmS-Qp2010：岛津。
四氯化碳：优级纯。
2.2试验步骤
2.2.1GC部分：
进样口温度：200.0℃；进样方式：分流进样；
分流比：30.0；压力：28.2kpa；柱流量：1.85ml/min
总流量：60.3ml/min；柱箱温度：50.0℃
程序升温：初始温度50.0℃（保持3min），以10℃/min升到160℃（保持2min），再以
20℃/min升到200℃（保持10min）后以15℃/min升到230℃（保持10min）
色谱柱：stabilwax-Da1.0um*0.32mm*30m
2.2.2mS部分：
GCmS-Qp2010带有Di，离子源温度：200.0℃；
接口温度：200.0℃阀值：8500
组号1--事件号1
用四氯化碳溶液溶解碱水洗塔废碱中反应生成的黄油，静置一段时间后取清液进入到GC-mS质谱仪中进行分析。
3、试验结果
图1为用四氯化碳溶液溶解废碱中黄油后的清液在GC-mS质谱仪上得出的总离子流图。
下表为质谱分析得出废碱中黄油的成分组成：
由上表可知，废碱中黄油组成成分非常的复杂，测得40个组分。其中芳香族化合物含量约为50.18%，酮醛类化合物含量约为38.24%。
由于其中有很多同分异构体，其质谱图比较一致，与标准谱库比较，其相似度也非常高。以图2和图3为例，邻二甲苯和间二甲苯的质谱图非常接近，只凭与标准谱图对比很难分清。由于邻二甲苯的沸点（144℃）略大于间二甲苯（139℃）。且根据分子构型，邻二甲苯的偶极矩大于间二甲苯，即邻二甲苯的极性略大。基于这两方面的原因，邻二甲苯的保留时间应略长，所以分析得到的黄油组分表中保留时间为9.099的组分应为间二甲苯，保留时间为9.955的组分应为邻二甲苯。
4、结论
4.1由试验可以看出废碱中黄油的组成成分非常的复杂，其中芳香族化合物含量约为50.18%，酮醛类化合物含量约为38.24%。根据保留时间和与质谱标准谱图对照的方法将40个组分进行定性，并用面积归一法对其定量，最终得到碱水洗塔废碱中黄油的组成。
4.2黄油产生的原因
在碱水洗塔中存在碱液条件下，mto反应气中的不饱和烃发生聚合，生成的聚合物与空气接触形成黄色固态，通称为“黄油”[3]。有得出的数据可以看出，废碱中黄油主要是由芳香族化合物和醛酮类化合物组成的。
一般认为，碱洗系统黄油产生的原因有两个：一是反应气在碱洗过程中冷凝或溶解在碱液中的双烯烃或其它不饱和烃在痕量氧的作用下，有可能诱发成自由基，为交联聚合物的形成创造条件，见（1）式～（3）式[4]；二是反应气中的醛或酮在碱的作用下，易引起aldol缩合反应，即两分子在α位碳原子上有活泼氢原子的醛或酮在naoH强碱的作用下，起加成反应生成β-羟基醛，然后进一步加成至一定分子量的聚合物，缩合反应见（4）式和（5）式[4，5]。
由烃池机理（Hydrocarbonpoolmechanism）[6]arstad和Kolble[7]研究了mto反应过程中Sapo-34分子筛孔道内的有机物组成情况，气体产物主要是C4～C6异构烷烃，不易挥发的有机物多达200余种，主要是含有1～6个甲基的多甲基苯，其中五甲基苯、六甲基苯与乙烯和丙烯的生成有密切关系。由此可以得出黄油中芳香族化合物多源于mto反应气中携带的，在碱水洗过程中在塔内冷凝而成为黄油的一部分。
4.3对于产生黄油的原因可采取相应的工艺措施来减少黄油的生成量：
4.3.1碱洗塔的进料温度要保持高于重质烃类的露点温度，以防止重烃在塔内冷凝，并将聚合和结焦的可能性减至最低；温度太低，会使重烃大量冷凝，在塔釜内形成黄油，影响碱洗操作|。
4.3.2严格控制三段碱浓度，尤其是弱碱的浓度。碱浓度过高，oH-电离效果不好，黏性大，与酸性气体接触不充分，不利于反应进行，并且oH-对黄油的产生有催化作用，影响碱洗效果[8]。
4.3.3要防止氧气进人碱洗系统，氧离子的存在会加速黄油的生成，因此，在检修、投用循环碱泵时要用氮气置换干净，防止将空气带入碱洗系统。另外，在接收新鲜碱液时，尽量减少氧的存在，碱罐收碱时要先将氧气置换干净，碱罐收碱结束后，用氮气吹扫管线，断绝氧气进人的途径，减少氧气进人碱洗塔的几率[9]。
4.3.4注入黄油抑制剂，抑制黄油生成并且分解已生成的黄油[10]。
4.4神华包头煤制烯烃项目是世界首套煤基甲醇制烯烃项目，甲醇制烯烃技术的工业化，开辟了由煤炭或天然气经气化生产基础有机化工原料的新工艺路线，有利于改变传统煤化工的产品格局，是实现煤化工向石油化工延伸发展的有效途径。虽然mto技术的研究和产业化开发已经取得了重大进展，但是，由甲醇制烯烃技术的经济性不仅取决于油和甲醇的价格比，还取决于甲醇到低碳烯烃的选择性。因此，提高甲醇到低碳烯烃的选择性是提高mto技术经济性的关键，对下游工艺起着重大的作用。
参考文献
[1]王庚，唐煜，薛振欣.神华包头煤化工有限公司辽宁化工Vo1.40，no.7July，2011.
[2]雍永祜.中国煤化工发展的思考[J].煤化工，2007，132（5）：1～8.
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[4]邹余敏，尹兆林，鲁卫国，等.乙烯装置中碱洗塔黄油生成原因分析及对策[J].石油化工，2000，29：443～445.
[5]王承刚，郝东波.乙烯碱洗塔黄油生成原因及控制方法[J].河南化工，2007，9：28～29.
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[8]李艳秋，周剑锋.大庆石化乙烯装置碱洗塔产生黄油的原因分析及解决措施.山东化工，2008，37：18～20.
煤制甲醇工艺概况篇7
关键词：GSp粉煤气化运行分析措施
我公司是首批以煤为原料生产烯烃的大型工业化项目之一，该项目采用德国GSp煤气化工艺制取合成气，生产出中间产品甲醇后采用德国鲁奇的mtp工艺制丙烯，采用aBB公司novolen气相立式搅拌床聚合工艺，生产最终产品聚丙烯。全厂生产装置主要有气化装置、Co变换装置、低温甲醇洗装置、硫回收装置、甲醇合成精馏装置、甲醇制丙烯装置（mtp）和聚丙烯装置（pp）。
气化装置自投料试车以来，原始开车很不顺利，通过大量技改优化，逐步趋于稳定。但目前仍因气化炉粗合成气带灰量大、文丘里洗涤水系统磨损严重等问题，严重制约装置长周期运行。
一、GSp气化装置的概述
上图为GSp煤气化工艺流程示意图，气化装置的主要任务是把合格煤粉用高压氮气作为载气，依靠给料容器和气化炉之间的压差通过煤粉角阀定量输送至气化炉，在气化炉内煤粉进行部分氧化反应，生成的工艺气经激冷、鼓泡和洗涤满足增湿、降温、除尘效果，送入变换单元；同时将系统中产生的黑水送入闪蒸、沉降、过滤系统，以达到回收热量及灰水再生、循环使用，反应生成的液态渣，经激冷水冷却、固化后排至渣池，渣水分离后将渣送出界区外。
二、GSp气化装置运行情况
自2011年至2012年6月，气化炉停、跳车次数统计见表一：
期间单炉连续运行最长时间为757小时。
三、GSp气化装置运行存在的几个问题及处理措施
1.合成气带灰量大，系统堵塞、磨损严重
设计合成气含尘量小于1mg/m3，现由于气化反应过程中产生的细灰含量大，合成气带灰严重，导致变换系统粗合成气加热器、变换保护床堵塞，已导致气化系统停车数次。
另外合成气含尘量高，文丘里洗涤水带灰渣大，造成系统磨损严重。GSp气化炉激冷室采用喷嘴进行激冷降温除灰渣，在实际运行过程中，因为细灰含量大，气化炉激冷室的除渣效果不好，激冷室出口合成气带灰渣量较大，造成文丘里洗涤系统洗涤分离后洗涤水中固含量高，导致排液管线堵塞、阀门磨损，装置停车数次。
2.黑水闪蒸系统不合理，循环水、蒸汽消耗大，旁路闪蒸使用后磨损及堵塞问题突出
黑水主路闪蒸系统采用较传统的两级闪蒸，但设计的一级闪蒸压力低（0.04mpa）且闪蒸罐偏小，造成闪蒸气相冷凝后仍有大量固体，凝液无法直接回用，将其改入沉降槽沉降处理，没有完全实现闪蒸分离，故大量使用循环水降温后沉降处理。回用的灰水又需耗费大量低压蒸气加热至150℃，整个系统设计不合理、不经济。
旁路闪蒸系统采用先冷却后闪蒸，该设计使闪蒸实质为减压过程，无法实现闪蒸分离功能。文丘里洗涤水开路控制后，借用了旁路闪蒸系统采取连续运行模式，充分暴露出了旁路闪蒸容易堵塞和磨损的问题。所有黑水都要通过循环水冷却、沉降处理、预热后回用，因此整个黑水闪蒸系统设计不合理。
3.基于上述影响气化装置长周期运行的瓶颈问题，经过多方研究决定，形成了气化装置实施长期技改措施，如下：
3.1气化炉出口新增鼓泡塔
在气化炉合成气出口增加鼓泡塔，对出气化炉的合成气进行粗洗，单系列增加1台洗涤塔循环水泵，通过喷头为鼓泡塔供洗涤水，对粗煤气进行粗洗，降低合成气中尘含量，对粗颗粒的渣进行洗涤。
3.2文丘分离罐加长改造
对现有的一、二级文丘里分离罐结构进行改造，加长分离罐1.5米，有效控制分离罐液位在正常控制范围内，实现原设计理念的旋风分离效果，降低合成气中含尘量。
3.3原料气分离罐加长改造
在现有原料气分离罐本体上进行改造，将原料气分离罐筒体加长2.4米；同时内部新增三层泡罩塔盘，上部旋风式除沫器改为丝网式除沫器。
3.4高压喷雾洗涤系统改造
在部分冷凝器下游、原料气分离罐上游增加高压喷雾洗涤系统；自动力站引一路高压锅炉水做为高压喷雾洗涤系统的洗涤水；在部分冷凝器和原料气分离罐之间增加高压喷雾装置，对原料气中2～5μm的细灰进行精洗，降低合成气含尘量，减少对后系统的堵塞、磨损等不利因素。
3.5黑水闪蒸系统的改造
3.5.1闪蒸单元：取消原设计旁路闪蒸换热器，每个系列重新设计2组固定管板式换热器；新增1台高压循环水预热器。因循环水量增大，新增3台循环水加压泵及3台高压循环水泵。
3.5.2澄清单元：新增一台澄清槽，，两台泥桨泵，一套絮凝剂制备站，两台离心风机。
3.6设备、管道问题
自2011年至2012年6月，因文丘里、激冷水系统磨蚀、黑水管线磨蚀等关键设备、阀门、管线磨蚀问题停车累积13次，严重制约长周期稳定运行。
尽管管线磨蚀泄漏等有些问题可以采取降负荷在线处理或待压堵漏，但大多数问题都只能停车处理。且一般发生泄漏的都是带压部分，给安全生产和作业带来较大的风险。
针对管线弯头磨蚀问题，综合其他同类问题的处理方法，现阐述如下：
一是合理布局现场管线，尽量使用大半径弯头，规避使用小半径弯头，并减少使用弯头数量。
二是应对含尘量高、流速快、易出现磨蚀的管线材质进行特殊选型，并利用加厚的硬质合金等方法进一步有效的抵抗磨蚀应力。
三是考虑将弯头换为三通，三通的管口1和2分别走介质，管口3可适当延长1米焊接改为盲法兰，以便缓冲管线冲刷磨蚀情况。
四是在有较高的安全性的情况下，可以带压堵漏。待下次计划停车时一并处理管线泄漏的部分。
四、结束语
随着煤气化产业的迅速发展，GSp粉煤气化装置出现的问题有些是个别性的，但很多问题都具有共性。通过不断地沟通交流、总结创新，出现的问题也不断地得到解决，使其单系列产能大、环境效益好等优点逐渐体现出来。通过后续的长期的技改措施的实施，相信能够很快的实现装置满负荷连续长周期平稳运行的目标。
参考文献
[1]唐宏青.GSp工艺技术.中氮肥.2005.（2）：14-18.
[2]李大尚.GSp技术是煤制合成气（或H2）工艺的最佳选择.煤化工.2005.（3）：2-6.
煤制甲醇工艺概况篇8
系里设立了应用化工专业和化工分析与检验专业（高职专科），专门培养高素质、高技能的化工操作人才，其中，应用化工专业是培养化工总控工的，就业岗位包括化工工艺操作、化工工程操作，化工设备操作、维护，化工仪表控制，化工DCS操作，化工安全管理，化工产品的包装与销售等。
专业的课程设置
由完成工作所需要的能力，确定以下学习领域：1、物理化学的知识体系一般公认的物理化学的研究内容大致可以概括为三个方面:化学体系的宏观平衡性质以热力学的三个基本定律为理论基础，研究宏观化学体系在气态、液态、固态、溶解态以及高分散状态的平衡物理化学性质及其规律性。在这一情况下，时间不是一个变量。属于这方面的内容有化学热力学,溶液、胶体和表面化学。化学体系的微观结构和性质以量子理论为理论基础，研究原子和分子的结构，物体的体相中原子和分子的空间结构、表面相的结构，以及结构与物性的规律性。属于这方面的内容有结构化学和量子化学。化学体系的动态性质研究由于化学或物理因素的扰动而引起体系中发生的化学变化过程的速率和变化机理。在这一情况下，时间是重要的变量。属于这方面的内容有化学动力学、催化、光化学和电化学。物理化学的主要理论支柱是热力学、统计力学和量子力学三大部分。热力学和量子力学分别适用于宏观和微观系统，统计力学则为二者的桥梁。原则上用统计力学方法能通过个另分子、原子的微观数据来推断或计算物质的宏观现象。物理化学由化学热力学、化学动力学和结构化学三大部分组成。2、应用化工专业所需内容的选择对照操作岗位的知识和能力需要，本着实用、够用，适当拓展的原则，选取化学热力学、化学动力学两大部分，主要内容有物质pVt性质、热力学第一定律、热力学第二定律、热力学在多组分体系和相平衡体系中的应用、化学平衡、化学动力学基础、胶体、粗分散系和表面化学。根据课程内容及深度，决定选用高职高专化学教材编写组编写的《物理化学》（第三版，化学工业出版社）为基本教材，以傅献彩主编《物理化学》（第五版，高等教育出版社）为主要参考资料。3、物理化学课程定位学习物理化学需要大学物理、高等数学、基础化学的基础知识，同时，物理化学又为学习化工设备基础、化工热力学、化学反应工程、煤化工工艺学等课程打下基础。因此，《物理化学》课程是应用化工专业的重要专业课，是其他主要专业课的基础。
基于工作过程的教学方法
确定了内容，就需要对知识按照工艺岗位的实际情况，进行解构和重构，即以工作过程为载体，以工作任务为情境，构建认知系统。通过综合分析周边化工企业生产工艺，归纳典型岗位，决定选取新能凤凰甲醇的生产工艺为载体，对物理化学内容进行重构。新能凤凰甲醇的生产采用的是德士古技术工艺，主要工段有空气分离制取液氧，制取水煤浆，水煤浆燃烧气化，甲醇合成与精制，各工段对应的知识如下表：（表略）通过完成任务，提高了学生掌握知识的目的性；在学生自主决策与计划中，激发其主观能动性，掌握解决问题的方法与步骤；通过任务实施，培养其动手实践能力；通过教师的检查与评价，让学生体验成功的愉悦，激发其学习的兴趣，提高学习效率和效果。
煤制甲醇工艺概况篇9
关键词：生物溶剂生产节能措施
1.概述
丁醇、丙酮等有机溶剂是重要的化工基本原料,除了大量用作溶剂外，还广泛用于制药、脱水剂、制醋酸丁酯和树脂；制醋酐、双丙酮醇、氯仿、磺仿、环氧树脂、聚异戊二烯橡胶、甲基丙烯酸甲脂、制染料、涂料、药物、合成橡胶、洗涤剂、清洁剂等。
生物溶剂以干木薯、玉米等为原料，采用生物发酵法生产工艺制备丁醇、丙酮等有机溶剂。主要有粉碎、蒸煮、菌种培养、发酵、蒸馏等生产工序。
生物发酵法以玉米、木薯等农产品为原料生产溶剂，利用农产品原料中的淀粉生产丁醇、丙酮等有机溶剂。农产品是我国农民的主要产品，为可再生资源。生物发酵法将玉米、木薯等原料经粉碎、水解得到淀粉乳液，然后在丙酮-丁醇菌作用下，经发酵制得丁醇、丙酮及乙醇的混合醪液，再采用蒸馏方法分离出丁醇、丙酮及乙醇，通常三者的比例为6：3：1。与采用石化路线相比，生物发酵的工艺流程短、设备简单、投资少；而且生物技术生产的产品替代石化路线产品，其性能还优于后者，生物发酵法具有易于控制、对环境污染少、产品安全、原料来源丰富等优点。
2.生产工艺
木薯干与玉米粉碎后进入拌料罐，在配料罐（带有搅拌器）内用一次清水和粗塔废醪、氢氧化钠一次配成的生浆液，用泵打入换热器加热后用二次蒸汽与物料喷射混合加热进入糊化锅糊化，再用一次蒸汽与物料喷射加热熟化，熟化完成后进入汽液分离器，分离出的二次蒸汽部分返回蒸汽喷射器，醪液降温后进入发酵工段。发酵是溶剂生产装置的核心工序，包括种子制备和连续发酵两部分，末级罐发酵液指标丙含达5.5g/l以上，残糖为4.5g/l以下时，结束完成后发酵液放至成熟醪罐。
成熟发酵醪自贮醪罐经泵打到蒸馏车间首先与1#粗馏塔馏出汽换热，然后再与2#粗馏塔塔底废醪换热后分别进入两粗塔，2#粗馏塔底直接加入蒸汽，2#粗馏塔馏出气作为1#粗馏塔热源，进入再沸器与1#粗馏塔塔底废醪换热，2#粗馏塔冷凝液与1#粗馏塔顶馏出汽冷凝液汇合，部分回流到两个醪塔顶部，部分经放料罐放料至一丁塔上部47板液相进料。一丁塔对总溶剂进行分离，塔顶逸出乙丙蒸汽，经三级冷凝后部分回流，部分放料至丙酮塔中部22板，一丁塔下部粗丁醇从22板以液相放料形式流入二丁塔8板，二丁塔对粗丁醇进行精制，从二丁塔45板液相放出丁醇成品经冷却器去中间计量罐。丙酮塔对乙丙液进行分离，丙酮以气相形式从塔顶排出，经四级冷凝，部分回流，部分放料至除醛塔上部59板，对丙酮进行精制，除醛塔顶蒸汽通过两级冷凝，一级全部回流，二级冷凝液返回丙塔，反复排掉低沸物，成品丙酮从塔中部28板液相放料得成品丙酮，经冷却送到中间计量罐。丙酮塔釜排出液进入乙汽化器，蒸出蒸汽进入乙醇塔下部13板对乙醇进行提纯，顶部馏出气，一冷回流，二冷全部返回丙塔，割掉低沸物，乙醇从塔中部46板放料经冷却的乙醇成品放至中间计量罐。粗馏塔底部排出废醪除返回配料外，其余部分送到污水处理站处理。采用双粗塔差压蒸馏方式，可最大限度的节省能源。
生物溶剂生产废水具有污染负荷高和可生化性好的特点，主要指标为CoDcr：42500mg/l，BoD5：22300mg/l，SS：15800mg/l。污水处理采用厌氧-好氧处理的工艺路线产生大量的沼气。
污水处理站工艺流程方框图
3.能耗分析
生物溶剂生产过程中采用了加热蒸煮、低温发酵、精馏等操作单元，特别是精馏过程中的气化和冷凝对能源消耗较大。年产4万吨生物丁醇项目动力消耗情况。
生物溶剂动力消耗指标表
总能耗达44466t标煤，单位产品能耗指标1112kg标煤/t产品。
4实际应用
江苏连云港某公司年产4万吨生物丁醇项目配套建设有35t/h的锅炉一台，以提供生产用蒸汽。
锅炉房建设以资源综合利用、循环经济为原则。锅炉燃料首先使用项目污水处理站厌氧发酵产生的沼气和生产中的木薯废渣、污水处理站的干污泥等生物质燃料及发酵车间发酵产生的废氢气，不足的燃料再使用外购原煤。
项目污水处理站可产沼气28853760立方米，木薯废渣（40%干度）25160吨，污水处理站的干污泥（40%干度）2160吨，发酵车间发酵产生的可回用氢气1589吨。综合利用的燃料热值分别是：沼气热值为22990kJ/nm3，木薯废渣（40%干度）热值为8360kJ/kg，污水处理站的干污泥（40%干度）热值按7526kJ/kg考虑。
可综合利用的生物质燃料能源折标煤
沼气：年利用量24696000立方米，折标煤：17640t
木薯废渣（40%干度）：年利用量15725吨，折标煤：4493t
污泥（40%干度）：年利用量2160吨，折标煤：555t
因此生物质燃料折标煤总量为：22688t
企业能源自给率为
22688/44466＝51.0％
5节能措施
选用国内先进技术和设备，应用各项先进和节能技术，从各个方面降低能耗物耗，综合利用木薯渣、污水处理站的沼气和污泥等生物质燃料达到资源节约的目的。
（1）35t/h供热锅炉为燃煤、沼气及木薯渣混烧的中温中压锅炉，利用污水处理站厌氧产生的沼气、污泥和生产中的木薯渣等生物质作锅炉燃料，并进行热电联产，减少燃料的消耗，综合利用能源。
（2）生产过程中采用节能新技术、新工艺。
（3）总图布置上各生产车间按物料流向布置，缩短供物及供能距离，减少管网长度，并从工艺流程设计上考虑使物流、能源供应便捷、合理。
（4）生产设备如锅炉、汽轮机、泵、空压机、换热器、粉碎机、蒸馏塔等均选用国产优质设备，性能高，能耗低。
（5）对生产中采用的大功率电器设备采用变频控制,在设备未满负荷生产时降低电机转速,节约用电。
（6）管件、阀门选用国产优质产品，安装时应把好质量关，尽量避免“跑、冒、滴、漏”现象。
（7）配备完善的原料、水、电汽等计量装置，加强对能源的管理。
（（8）生产车间的建筑设计尽量采用自然采光，在许可条件下，满足工艺操作窗地比。采用保温、隔热效果良好的屋面和建筑围护结构，使厂房有较好的采暖效果和工作环境。
（9）对需要保温、保冷的设备与管道，采用高效绝热材料，尽量减少热量、冷量损耗。
（10）蒸煮液化的汽液分离器分离的二次蒸汽用作蒸汽混合器的热；蒸馏采用差压蒸馏。提高热能利用率,节约能源。
6结束语
煤制甲醇工艺概况篇10
1、引言
中国是一个富煤贫油少气的国家，能源结构表现在80年代前，煤炭占80%以上。目前仍然以煤炭为主，约占65～70%。2013年国家统计局统计表明：2012年煤炭消费量比上年增长2.5%；原油消费量增长6.0%；天然气消费量增长10.2%；电力消费量增长5.5%。从1993年我国已成为石油进口国。同时，我国目前也正在积极开发其他能源：水力资源；核能；天然气。
能源是一个国家生产技术水平的重要标志，没有能源就没有工业因此，能源问题是世界各国，尤其是工业发达国家最先考虑发展的问题。在应对当今石油供需矛盾和贯彻节能减排政策中，煤炭液化不仅具有重大的环保意义，煤炭液化技术也将成为新型煤化工产业的重要方向之一，而且具有保障能源安全的战略意义。因此，煤炭液化将是未来煤代油的重要途径之一。
所以，从世界到我国来看，能源结构的发展趋势进入了群雄并起，各自发挥自身优势的阶段。应该清醒地看到我国是世界上少数几个以煤炭作为主要能源的国家之一。我国煤炭探明储量为114500亿吨，名列世界第三，占世界储量的12.6%。综合我国能源消费特点：以煤炭为主；人均消费水平低，单位产值能耗高；人均能耗是世界平均水平的1/2，单位产值能耗是世界平均水平的近4倍（3.95倍）.
综上所述，为了更好地解决我国未来的能源问题，除了应大力发展其他能源外（核能、水力能、太阳能），还要大力加强煤炭的综合利用，提高煤炭的利用率是极其重要的。
2、煤炭液化工艺
煤炭液化是把固体状态的煤炭经过一系列化学加工过程，使其转化成液体产品的洁净煤技术。这里所说的液体产品主要是指汽油、柴油、液化石油气等液态烃类燃料，即通常是由天然原油加工而获得的石油产品，有时候也把甲醇、乙醇等醇类燃料包括在煤液化的产品范围之内。煤炭液化主要有2种方法：间接法和直接法。
间接法：
煤先进行气化，气化气中的Co与H2在催化剂的作用下反应生成烷烃和烯烃而获得液体产品。间接液化开始于1923年，由德国FranzFicher和Hanstropsch提出，因此称为F-t合成。世界目前最为成功的是南非SaSoL。
南非因不产石油和天然气，而煤炭储量丰富且价格低廉，在1955年建立了Sasol-Ⅰ合成油厂，生产柴油、石蜡等产品，以后又建立了Sasol-Ⅰ、Sasol-Ⅱ厂，分别于1980、1982年投产，主要生产汽油，Sasol3个厂每年可生产450万t车用燃料和有价值的化工产品。
Sasol煤气化全都采用鲁奇固定床气化炉，煤气净化工艺采用低温甲醇洗涤法。F-t合成工艺，Sasol公司开发2大系列工艺，即高温（300～350℃）F-t3-&合成，主要产品是汽油和轻稀烃，所用反应器是循环流化床和固定流化床，另一类是低温F-t合成，主要产品是蜡和馏出物，所用反应器是固定床和浆态床反应器。
山西煤化所低温浆态床合成技术，铁系催化剂，700t/a级试验平台，完成4000多小时考核运行，柴油馏分70%，十六烷值达到70。成立中科煤制油公司，已经进行3个（神华、山西潞安、内蒙伊泰）十六万吨示范工厂的建设。
兖矿集团：2003年-2004年建成5000吨/年低温浆态床Ft合成中试装置与铁系催化剂制备装置，2004年11月26日完成4706小时连续平稳考核运行，合成产品以柴油为主（70%以上，十六烷值70）；2005年1月29日通过鉴定，同年年底启动百万吨级工业化示范工程。
直接法：将煤磨碎制浆，而后加入供氢溶剂及氢气，在高压高温下加氢液化。
从20世纪30年代起，世界上许多国家都在研究开发煤直接液化制油技术，二战时期的德国曾将直接液化技术工业化，产量达到400万t/a。早期的技术液化压力高，油收率低，投资大，50年代由于世界石油廉价而无竞争力停产。随着70年代世界上出现石油危机，美国、日本、俄罗斯、澳大利亚、加拿大、中国、英国等又重新研究开发煤制油技术，近年来该技术在降低加氢液化压力、催化剂的使用、油渣分离等方面有了很大进展，提高了该法的整体效率。目前，世界上较先进成熟的直接液化技术主要有：
H—Coal工艺。是美国碳氢化合物研究公司研制。以褐煤、次烟煤或烟煤为原料，生产合成原油或低硫燃料油。原料煤经破碎、干燥后与循环油一起制成煤浆，加压至21mpa并与氢气混合，进入沸腾床催化剂反应器进行加氢液化反应，经分离、蒸馏加工后制得轻质油和重油。该工艺的特点是：高活性载体催化剂，采用固、液、气三相沸腾床催化反应器；残渣作气化原料制氢气。建有600t/d工业性试验装置。
SRC溶剂精炼煤工艺。以高硫煤为原料，将煤用供氢溶剂萃取加氢，生产清洁的低硫低灰的固体燃料和液体燃料。可分为SRC-Ⅰ及SRC-Ⅱ法，SRC-Ⅰ法以生产固态溶剂精煤为主，SRC-Ⅱ法以生产液体燃料为主。主要有以下特点：反应条件缓和，固液分离分别采用过滤和减压蒸馏技术；煤中黄铁矿就是催化剂，不外加催化剂，反应剂活化氢主要来源于供氢溶剂。建有50t/d的中试装置。
CtSL工艺。是美国碳氢化合物公司在H—Coal工艺基础上发展起来的催化两段液化工艺。特点是反应条件缓和，采用2个与H—Coal工艺相同的反应器，达到全返混反应器模式；催化剂采用专利技术制备的铁系胶状催化剂，催化剂活性高、用量少；在高温分离器后面串联有加氢固定床反应器，起到对液化油加氢精制的作用；固液分离采用临界溶剂萃取的方法，从液化残渣中最大限度回收重质油。
eDS供氢溶剂工艺。是美国埃克森公司于1977年开发成功。原料煤经破碎、干燥与供氢溶剂混合制成煤浆，与氢气混合预热后进入反应器，进行萃取加氢液化反应，煤液化产物进入分离后得到气体、石脑油、重油和残渣。该工艺的主要特点：采用供氢溶剂对煤进行萃取加氢液化；采用了循环溶剂，非催化反应，循环溶剂在进入煤的加氢反应前先在固定床反应器中用高活性催化剂加氢使其成为供氢溶剂；溶剂加氢和煤萃取加氢是分别进行；采用减压蒸馏进行固液分离。1985年完成了日处理煤250t的工业性试验装置。
iGoR工艺。德国直接液化新工艺—iGoR+工艺。德国开发的iGoR工艺是在iG工艺的基础上改进而成的。原料煤经磨碎、干燥后与催化剂、循环油一起制成煤浆，加压至30mpa并与氢气混合，进入反应器进行加氢液化反应。液体产物经（个在线固定床反应器加氢后，分离成汽油、柴油等。该工艺特点是将液化油二次加氢反应器与高压液化装置联合为一个整体，省去了由于物料进出装置而造成的能量消耗及工艺设备。1981年在Bottrop建成日处理煤200t的工业性试验装置。
此工艺的特点；1固液分离采用减压蒸馏。生产能力大，效率高2循环油不含固体，也基本上排除沥青，溶剂的供烃能力增强，反应压力降至30mpa；3液化残渣直接送去汽化制氢；4把煤的糊相加氢与循环溶剂加氢和液化油提质加工串联在一起套在高压系统中，避免了分立流程物料降温降压又升温升压带来的能量损失量降低限度；5煤浆固体浓度大于5%，煤处理能力大，反应器供料空速可达0.6%Kg.Lh（daf）.经过这样的改进，油收率增加，产品质量提高，过程氢耗量降低。总的液化厂投资可节约20%左右。能量效率也有较大提高，热效率超过60%。
neDoL工艺。20世纪80年代，日本开发了neDoL烟煤液化工艺，该工艺世纪是eDS工艺的改进型，在液化反应器内加入铁催化剂，反应压力也提高到17-19mpa，循环溶剂是液化重油加氢溶剂，供氢性能优于eDS工艺。neDoL工艺过程由5个主要部分组成1煤浆制备2加氢液化反应3液固蒸馏分离4液化粗油二段加氢5溶剂催化加氢反应。此工艺的特点；1总体流程与德国工艺相似2反应温度455-465℃，反应压力17-19mpa，空速36t/m3，h3催化剂使用合成硫化铁或天然黄铁矿；4固液分离采用减压蒸馏的方法5配煤浆用的循环溶剂单独加氢提高溶剂的供氢能力，循环溶剂加氢技术是引用美国eds工艺的成果，6液化油含有较多的杂原子。进行加氢精制，必须加氢提高来获得合格产品；7150t/d装置建在鹿岛炼焦厂旁边
FFi低压加氢液化工艺。是俄罗斯在开发研制的煤直接加氢液化成液体燃料的新工艺。以褐煤和烟煤为原料生产液体燃料产品和化工产品。利用此工艺于1987年建立了日处理煤5～10t的工艺开发装置，还进行了年生产300万t液体产品的工业企业的工厂设计。该工艺的特点是：原料准备阶段采用了先进的高效振动碾磨机；采用了瞬间煤涡流舱干燥技术，使煤发生爆炸式湿度分离、热粉碎和气孔爆裂，干燥时间大大减少；采用了高效可再生催化剂钼酸铵和三氧化二钼，85%～90%的催化剂可以经再生回收；煤液化压力降至6～10mpa，降低了设备制运费用、减少了气体压缩及液体泵送的电能消耗。
神华集团煤直接液化技术。该文原载于中国社会科学院文献信息中心主办的《环球市场信息导报》杂志http：//总第522期2013年第39期-----转载须注名来源煤直接液化项目所选厂址位于陕西省榆林地区和内蒙古鄂尔多斯境内，神府东胜煤田属世界七大煤田之一，资源赋存条件好，埋藏浅，煤炭属低灰、特低硫、特低磷、中高发热量优质动力煤和化工用煤.
由于神华集团综合能力占据优势，神华集团开发了中国神华煤直接液化工艺，世界上第一套大型现代煤直接液化工艺示范装置。项目选址内蒙古鄂尔多斯市马家塔。先期建设一条每天处理6000吨干煤的煤直接液化生产线，年产液化油100万吨。先期工程2004年8月现场开始开工建设，2007年建成投产，目前2012年连续运行时间243天，实际年产油品86万吨，神华100万吨工业示范工程对今后技术及产业发展至关重要。
延长煤油混炼技术。2012年4月，世界首个采用德国iGoR煤直接液化技术工艺煤油共炼工业示范项目在陕西靖边开工建设，这意味着我国煤制油战略又添新技术。一旦成功，将对我国乃至世界能源格局产生深远影响。该煤油共炼试验示范项目，将依托陕北地区油、煤资源优势和榆炼的基础设施条件，建设45万吨/年悬浮床加氢裂化装置及相应配套技术研究设施。
目前国内为有多个设计院正在配合研究完成中国新工艺工艺开发的基础研究，逐步形成国内工程设计、管理、施工能力、设备开发并逐步实现国产化，2010～2020年后是中国煤直接液化产业化发展重要时期。
3、煤间接液化和直接液化的优缺点
间接液化工艺
优点：
合成条件较温和。无论是固定床、流化床还是浆态床，反应温度均低于350℃，反应压力2.0—3.0mpa。
转化率高。如SaSoL公司SaS工艺采用熔铁催化剂，合成气的一次通过转化率达到60%以上.循环比为2.0时，总转化率即达90%左右。SheⅡ公司的SmDS工艺采用钴基催化荆，转化率甚至更高。
煤种适应性强。间接液化不仅适用于年轻煤种（褐煤、烟煤等），而且特别适合中国主要煤炭资源（年老煤、高灰煤等）的转化。
间接液化的产品非常洁净，无硫氮等污染物，可以加工成优良的柴油（十六烷值75），航煤，汽油等多种燃料，并且可以提供优质的石油化工原料。
工艺成熟，有稳定运行的产业化工厂。煤间接液化的大型工业过程在南非经过50年的生产实践。目前已经形成了年产500多万吨油品和约200万吨化学品的产业，是南非的支柱产业。
缺点：
油收率低。煤消耗量大，一般情况下，约5—7t
原煤产lt成品油。
反应物均为气相，设备体积庞大，投资高，运行费用高。
目标产品的选择性较低，合成副产物较多。正构链烃的范围可从C1至C100；随合成温度的降低，重烃类（如蜡油）产量增大。轻烃类（如CH4，C2H4，C2H6等）产量减少。
直接液化工艺
优点：
油收率高。例如采用Hti工艺。神东煤的油收率可高达63%到68%。
煤消耗量小。一般情况下.1吨无水无灰煤能转化成半吨以上的液化油，加上制氢用煤，约3—4吨原料产1
吨液化油。
馏份油以汽、柴油为主，目标产品的选择性相对较高。
油煤浆进料，设备体积小，投资低，运行费用低。
缺点：
反应条件相对较苛刻。如德国老工艺液化压力甚至高达
70mpa。现代工艺如iGoR、Hti、neDoL等液化压力也达到17-30mpa。液化温度420—470℃。
煤种适应范围窄。直接液化主要适用于褐煤、长焰煤、气煤、不粘煤、弱粘煤等年轻煤。
出液化反应器的产物组成较复杂。液、固两相混合物由于粘度较高，分离相对困难
氢耗量大，一般在6%-10%。工艺过程中不仅要补充大量新氢，还需要循环油作供氢溶剂，使装置的生产能力降低。
工艺不够成熟。目前国内只有神华一套产业化装置在运行，而且运行不稳定
4、煤制油经济性比较
表1是神华煤直接液化和间接液化的技术经济对比，从表中可以看出，煤制油直接法的吨油成本是1400元，间接法的成本是1600元，每生产1吨油需要水5至6吨，而间接法需要9至12吨，直接法2.4吨煤可生产1吨油，而间接法需要4.4吨煤。采用直接液化法进行煤制油，煤的热能利用率为47.6%，而间接液化法的利用率仅为28.6%，即大部分热能在煤制油的过程中被消耗掉。正是由于煤制油需要大量的水及能量的巨大浪费，使得我们国家难以下决心进行大规模的进行煤制油的产业建设。
由于直接法对煤的质量要求较高，需要质量较优的煤，因而其应用受到原料的限制。
关于经济性问题；与直接液化相近与产品结构及市场价格关联紧密、原油价格关系，高油价下有较好的经济效益。
5、未来煤液化的发展方向
煤炭的清洁高效利用既是我国能源发展的战略选择，也是当前节能减排最重要、最现实的手段。从电力和优质燃料两个方面的重大需求看，煤基多联产系统显然是未来洁净煤发展的重要方向，煤基多联产是指利用从单一的设备（气化炉）中产生的"合成气"（主要成分为Co+H2），来进行跨行业、跨部门的生产，以得到多种具有高附加值的化工产品、液体燃料（甲醇、F-t合成燃料、二甲醇、城市煤气、氢气）以及用于工艺过程的热和进行发电等。
该技术以煤炭气化为“龙头”，将多种煤炭转化技术通过优化组合集成在一起，以同时获得多种高附加值的化工产品和多种洁净的二次能源。煤基多联产系统通过气化把两大系统：燃料/化工产品生产系统、动力生产系统统一结合起来进行物质与能量交换，使动力系统达到合理利用能源和低污染排放，又使化工产品或清洁燃料的生产过程低能耗与低成本，是一个实现多领域功能需求和能源资源高增值目标的可持续发展能源利用系统。
国外发展现状：
自20世纪80年代起，美国、欧盟和日本等国政府分别制定和实施了iGCC和煤炭联产研发计划。1998年，克林顿政府制订了愿景（21Vision）能源工厂发展规划，鼓励煤炭联产系统关键技术的研发。一些国际上著名公司，如Bp公司、texaco公司、Ge公司、Shell公司等都在进行煤炭联产系统的研发2003年初，美国政府宣布开始执行未来电力（FutureGen）项目，2008年初对该项目进行了重组，重点支持iGCC或其他先进燃煤电站。
自2004年欧盟开始执行HYpoGen项目，该项目以建成煤气化为基础，生产电力和氢并进行Co2分离和处理的近零排放电站为目标。德国提出了CooReteC计划，旨在研究开发以化石燃料为基础的近零排放发电技术。
日本于1993年在“新能源产业技术综合开发机构”（neDo
）内设立“洁净煤技术中心”（CCtC）制订了阳光计划。日本新能源开发机构于1998年提出了以煤气化净化、燃气发电和燃料电池发电为主要内容的eaGLe多联产计划。
国内发展现状：
国内研究所和大学与国际同步，在20世纪末开始了现代意义上的煤炭多产品联产概念的探索，并已开始进行系统研究和相关单项技术的研究开发。
国家中长期科技发展规划研究提出，“将多联产技术作为能源科技发展的战略重点方向之一”。煤气化、煤制油、燃气轮机等多项单元技术已被列入国家“973”、“863”计划。
有关科研单位和企业分别提出了符合各自发展特点的多联产工艺路线，有的已经开始进行系统集成研究。中科院工程热物理研究所在国家863计划和中科院知识创新工程重大项目的支持下，与山东兖矿集团合作进行76mw发电和年产24万吨甲醇煤气化合成甲醇、联合循环发电部分联产示范工程的建设，华能集团公司、神华集团公司等大型企业已经制定了多联产发展规划，计划到2015年前后实现初级系统的工业应用，并逐步向先进系统发展。其中，中国华能集团公司处积极探索参加FutureGen国际合作项目的可能外，还对比美国“未来电力”项目提出了“绿色煤电”计划。
目前，中国“十五”期间启动甲醇-燃气发电示范工程、启动两项煤制油-联产发电示范项目、兖矿集团陕北100万吨合成油联产发电示范、潞安矿业集团16万吨合成油联产发电示范、启动三项iGCC发电示范项目（华能天津、华电浙江、广东顺德）
对我国发展煤基多联产技术的建议
因地制宜，合理选择技术路线，根据我国能源的供需特点，将发展煤化工、生产液体燃料和实现洁净发电共同作为多联产的发展方向。具体技术路线的选择，应由企业根据国家导向、所在地区条件、煤种煤质、产品市场等情况自行确定。
加强规划，完善政策，加强多联产发展的整体规划，做好科技规划与产业规划的衔接、产业规划与配套政策的衔接，同步推进初级系统产业化和先进系统的技术研发。
启动示范工程，加强技术攻关建议成立国家多联产技术研究中心，集中优势科研力量，对关键技术、系统技术和专属性技术进行攻关。
加强领导，快速发展。以煤为主并且在相当才时间内难以根本改变的能源结构决定中国必须高效洁净利用煤炭资源。从电力和优质燃料两方面的重大需求和国内外煤基多联产技术发展状况来看，煤基多联产系统显然是未来洁净煤发展的主流趋势。多联产能源系统是综合解决我国21世纪面临的能源问题的重要途径，具有十分重要的现实意义。
（作者单位：延长油煤共炼新技术开发公司）