含酚量低。碳转化率为。主要的缺点是合成气中 为，有效气体成分较低，其次是气化压力低单炉产气 量小。 恩德粉煤气化 恩德粉煤气化技术，在朝鲜有多年的运行经验，适用于灰 分不大于的褐煤长焰煤不粘或弱粘结的煤粉。 气化剂采用蒸汽和富氧，富氧分为两段加入气化炉，在常压下进 行气化反应，反应温度为，固态排渣，无废气排放。 气化炉无炉筚，空筒气化，操作可靠，气化炉运转率可达。 单炉产气量有等。合成气为，为，其它为惰性组分。由于 气化剂为富氧，故合成气中氮气含量高，故此合成气适用于作为 合成氨原料气。主要的缺点也是有效气体成分较低且含氮高， 气化压力低单炉产气量小。 气流床气化 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，即华东理工大学会同鲁南化肥厂等 单位合作开发的水煤浆四喷嘴撞击流气化技术，该技术氧耗煤 耗比德士古气化技术低，碳转化率可达，有效气体成分 ，这些指标均比德士古气化技术高。采用该技术 建立的日处理煤量吨的工业性试验装置已运转小时以上， 并经过小时考核，取得了国家专利，经过科技部组织的评审与 验收。德州恒升公司大氮肥国产化工程及兖矿集团年产万吨甲 醇项目均采用了该技术，现正在设计建设中。由于该技术中试 试验时间较短，大型装置未投产验证，有定的风险。气化炉烧 嘴较多，停车检修或更换烧嘴时影响面较大，由于采用四喷嘴， 需要配多台高压煤浆泵及相应管线和仪表控制系统，加之炉体加 长，气化流程中增加了分离器等，投资与采用德士古水煤浆气化 技术相比计入德士古专利费后略低。以日处理吨煤的气 化炉进行比较，初步估算投资费用差别如下 德士古与四喷嘴炉投资比较 气化技术德士古水煤浆气化水煤浆四喷嘴撞击流气化德士古炉四喷嘴炉 气化炉设备费万元台台 煤浆泵设备费台台 自控仪表材料费万元套套 其他工程费万元 软件费万元 合计万元 从上表可看出，水煤浆四喷嘴撞击流气化炉和典型的德士古 水煤浆气化炉相比，硬件投资增加，但软件投资可节省，两者相 抵，总投资相差不多，采用国内有自主知识产权的四喷嘴撞击流 气化炉稍微低点。但鉴于该炉型尚无工业运行的经验，加之事 故和停车的几率增加，运行的可靠性较差，故本项目暂不推荐。 原化工部临潼化肥研究所现西北化工研究院早在年代 末就已开展水煤浆纯氧气化的研究，年代初建立日处理吨的 气化装置。从水煤浆制备纯氧气化灰水处理等试验中取得工 艺流程的优化，最终工艺条件的选择设备材料的选择自动控 制，软件开发等系列工程数据。本世纪初该院又开发了焦煤水 加添加剂的混合煤浆气化技术，已成功地应用于油气化装置的改 造，建有工业化装置，该技术已申请国家专利并获得批准，专利 号。为配合水煤浆气化的研究试验工作，洛阳材料研究 所研究制成了水煤浆气化炉的耐火砖，原化工部化工机械研究所 开发了二流道三流道的烧嘴，重庆热工仪表研究所开发了适于水煤浆气化的测温度计等。这系列科研成果得到了化工部科技 司国家科委的大力支持和技术鉴定，为今后我国水煤浆气化工 程应用奠定了基础，也为工程设计提供了基础数裾。 气化技术的选择 目前大型煤气化技术较为先进的有水煤浆气化， 粉煤加压气化，固定床加压气化。 国外大型气化技术比较表 项目传统 气化压力 气化温度 单炉最大能力 吨煤天 气化炉型式热壁式单喷嘴冷壁炉四喷嘴热壁炉 进煤方式水煤浆浓度泵送煤粉用氮气输送粒度碎煤干法加料 热回收方式激冷废锅废锅废锅 排渣液态排渣液态排渣固态排渣 碳转化率 有效成份较高高 净化气中惰性气含量 吨甲醇耗煤量干，弛 放气氢回收时 氧气用量高比炉高较低低 工业化装置数多 在中国已投产在建的 工业装置 环境影响友好友好有污染治理问题 投资含空分较低高比约高较低 国产化率高低高项目传统 建设周期较短长比炉长半年以上较短 气化技术 气化技术是荷兰壳牌公司开发的种先进的气化技术， 该技术采用纯氧蒸汽气化，干粉进料，气化温度达， 碳转化率，有效气体以上，液态排渣，采用特 殊的水冷壁气化炉，使用寿命长。采用废锅流程，可副产高压蒸 汽。采用干粉气化，氧耗量较低，但需要氮气密封，气化压力不 能太高气化炉带废锅结构复杂庞大设备费及专利费均较 高。 气化由于采用氮气密灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽气化锁斗磨 煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。 洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温 气体换热后送碳洗塔循环使用。 变换 在本工段将气体中的部分变换成和。 本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示 由气化碳洗塔来的粗水煤气经气液分离器分离掉气体夹带的 水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，部分约 为进入原料气预热器与变换气换热至左右进入变换 炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应， 出变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成及变换副产的中压 蒸汽换热过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与进 变换的粗水煤气换热，温度约进入中压蒸汽发生器，副产 蒸汽，温度降至之后，与另部分未变换的粗水煤 气约为混合，起进入低压蒸汽发生器温度降至， 然后进入脱盐水加热器水冷却器最终冷却到进入低温甲醇洗吸收系统。 气液分离器分离出来的高温工艺冷凝液送气化工段碳洗塔。 气液分离器分离出来的低温冷凝液经汽提塔用高压闪蒸气和 中压蒸汽汽提出溶解在水中的后送洗涤塔给料罐 回收利用汽提产生的酸性气体送往火炬。 低温甲醇洗 本工段采用低温甲醇洗工艺脱除变换气中全部硫化物 其它杂质和。 吸收系统 本装置采用的吸收系统，用来处理经过变换和热回收后的气 体，经过甲醇吸收净化后的原料气，作为甲醇合成的新鲜气。 由变换来的变换气进入原料气级冷却器氨冷器进入分 离器，出分离器的变换气与循环高压闪蒸气混合后，喷入少量甲 醇，以防止变换气中水蒸气冷却后结冰，然后进入原料气二级冷 却器冷却至，进入变换气甲醇吸收塔，依次脱除 后在出吸收塔，然后经二级原料气冷却器，级原料气 冷却器复热后去甲醇合成单元。净化气中含量小于， 。 来自甲醇再生塔经冷却的甲醇从甲醇吸收塔顶进入， 吸收塔上段为吸收段，甲醇液自上而下与气体逆流接触，脱 除气体中，的指标由甲醇循环量来控制。中间二次引出甲 醇液用氨冷器冷却以降低由于溶解热造成的温升。在吸收塔下段，引出的甲醇液大部分进入高压闪蒸器另部分溶液经氨冷器冷 却后回流进入吸收段以吸收变换气中的和，自塔底 出来的含硫富液进入浓缩塔。为减少和损失，从高压 闪蒸槽闪蒸出的气体加压后送至变换气二级冷却器前与变换气混 合，以回收和。 未变换气的吸收流程同变换气的吸收流程。 溶液再生系统 从高压闪蒸器上部和底部分别产生的无硫甲醇富液和含硫甲 醇富液进入浓缩塔，进行闪蒸汽提。甲醇富液采用低压氮气 汽提。高压闪蒸器上部的无硫甲醇富液不含从塔上部进入， 在塔顶部降压膨胀。高压闪蒸器下部的含硫甲醇富液从塔中部进 入，塔底加入的氮气将汽提出塔顶，然后经气提氮气冷却器 回收冷量后，作为尾气高点放空。 富甲醇液自浓缩塔底出来后进热再生塔给料泵加压， 甲醇贫液冷却器换热升温进甲醇再生塔顶部。甲醇中残存的 以及溶解的由再沸器提供的热量进行热再生，混和气出塔顶 经多级冷却分离，甲醇级冷凝液回流，二级冷凝液经换热进入 浓缩塔底部。分离出的酸性气体去硫回收装置。 从原料气分离器和甲醇再生塔底出来的甲醇水溶液经泵加压 后甲醇水分离器，通过蒸馏分离甲醇和水。甲醇水分离器由再沸 器提供。塔顶出来的气体送到甲醇再生塔中部。塔底出来的甲醇 含量小于的废水送水煤浆制备工序或去全厂污水处理系统。 氨压缩制冷 从净化各制冷点蒸发后的气氨进入氨液分离器，将气体 中的液粒分离出来后进入离心式制冷压缩机段进口压缩至冷凝 温度对应的冷凝压力，然后进入氨冷凝器。气氨通过对冷却水放 热冷凝成液体后，靠重力排入液氨贮槽。液氨通过分配器送往各 制冷设备。 硫回收 来自低温甲醇洗得富含硫化氢的酸性气体进中进行 硫回收。酸性气体在进反应器前用反应器中产生的中压蒸汽预热， 同时，这个系统还需要从外界补充部分中压蒸汽来弥补硫化氢 浓缩过程中对热量的需求。 硫化氢进行氧化反应所需氧气由空气风机提供。空气在进反 应器前要在预热器中用中压蒸汽预热到定的温度。空气的流量 是根据酸性气体的流量和硫化氢在其中的浓度两个因素来确定。 经过预热后的酸性气体和空气，通过静态混合器混合后进入 反应器中，完成个成硫反应。反应器由两个反 应段组成。第段的催化剂床层是不经过冷却的，这里主要是进 行初始化的激活反应，第段中较高的温度有利于反应的发生和 进行。 第二段的催化剂床层是要经过冷却的。在催化剂床层上有内 部冷却管来降低反应温度。冷却的催化剂有利于反应向生成硫的方向发展，当向单质硫生成反应的方向得到加强时，硫化氢转化 成硫的转化率会提高。 为防止硫磺在催化剂上冷凝附着，出反应器的气体温度要远 远高于硫磺的露点，反应后产品的进步冷却放在反应器外的冷 凝冷却器中完成，用冷凝冷却器放出的冷凝热产生低压蒸汽，蒸 汽在空冷器中冷凝后的凝液再回流到冷凝冷却器中，这样循环可 以很好的维持单质硫磺的液化温度。液化后的硫在后续的分离器 中分离而达到回收单质硫的目的。 经过硫回收后的尾气中还会含有少量的硫化氢二氧