辽宁大唐国际阜新煤制天然气项目可行性研究报告工艺技术方案1.doc

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1、4 工艺技术选择及技术来源4.1 工艺技术选择本项目是利用锡林浩特丰富的煤炭资源，建设公称能力为1200万Nm3/d合成天然气装置。主要工艺技术采用：l 碎煤加压气化l 粗煤气耐油耐硫变换、冷却l 低温甲醇洗净化l 低压蒸汽吸收制冷l ClausScot硫回收工艺l 甲烷化l 废水生化处理综合利用4.1.1 煤气化工艺技术选择煤气化工艺有十几种，在工业上大量采用的也就是几种，可分为固定床（碎煤加压气化）、流化床（高温温克勒）、气流床（德士古、GSP、Shell）三种类型。煤气化工艺选择原则是：（1）根据煤质选择相适应的煤气化工艺；（2）根据煤气加工的产品及用途选择煤气化工艺；（3）装置规模的大

2、型化。本项目采用锡林浩特高水份褐煤，收到基水份34.1%（Mar），低位热值14.4MJ/kg煤（ar），灰熔融性软化温度1214。依据上述三个原则，由于煤含内水分高，不可能制出符合德士古所要求浓度60%以上的水煤浆，不予选用；流化床气化工艺比较适应年青褐煤气化，但气化压力1MPa，飞灰太多且含碳高，碳转化率、气化效率较低，在装置大型化方面还存在一定问题，不予选用；BGL固定床液态排渣加压气化，虽然较好适应高水份褐煤气化，且有蒸汽消耗低，煤气中甲烷含量高的特点，但技术还不成熟，鉴于本项目装置要求成熟稳定的气化工艺，所以也不予选用。因此大唐国际阜新煤制天然气项目可供选择的气化工艺有GSP、She

3、ll干粉煤、碎煤固定床干法排灰压力气化。为此对三种气化工艺进行详细的比较如下：GSP、Shell、碎煤加压气化三种气化工艺比较名称GSPShell碎煤加压气化原料要求（1）褐煤无烟煤全部煤种，石油焦、油渣、生物质；（2）粒径250m500m含水2%干粉煤（褐煤8%）；（3）灰熔融性温度1500；（4）灰分1%20%（1）褐煤无烟煤全部煤种；（2）90%100目含水2%干粉煤（褐煤8%）；（3）灰熔融性温度1500；（4）灰分8%20%除主焦煤外全部煤种，5-50mm碎煤，含水35%以下，灰25%以下，灰熔点1200气化温度/1450155014501550取决煤灰熔点，在DT-ST间操作气化压

4、力/MPa4.04.03-4.0气化工艺特点干粉煤供料，顶部单喷嘴，承压外壳内有水冷壁，激冷流程，由水冷壁回收少量蒸汽，除喷嘴外材质全为碳钢干粉煤供料，下部多喷嘴对喷，承压外壳内有水冷壁，废锅流程，充分回收废热产蒸汽，材质碳钢、合金钢、不锈钢粒状煤供料，固体物料和气化剂逆流接触，煤通过锁斗加入到气化炉，通过灰锁斗将灰排出炉外，气化炉由承压外壳、水夹套、转动炉篦组成，炉内物料明显分为干燥、干馏、煤气化洗涤除焦油/尘后进入废锅。材质为碳钢投煤2000t/d，单台气化炉尺寸/mm内=3500H=17000内=4600（投煤2300t/d）H=31640内=4000 H=11000投煤量800-100

5、0t/d耐火砖或水冷壁寿命/a2020喷嘴寿命10a，前端部分1a1a1.5a气化炉台数161646冷激室或废锅尺寸/mm冷激室内=3500约为2500除尘冷却方式分离+洗涤干式过滤+洗涤洗涤去变换温度/22040180185建筑物（不包括变换）装置占地：9000m2高约55m（气化部分）装置占地：9000 m2高约85m90m（气化部分）40m标煤消耗t/106KJ（包括干燥）34.2（包括干燥）34.2（包括焦油等副产品）33氧耗Nm3/106KJ（99.6%）292910（包括焦油热值）蒸汽消耗kg/106KJ（包括造气变换副产的中低压蒸汽）0-3.60电耗KW/106KJ3.65.80

6、.3碳转化率%999999（包括焦油等副产品）冷气效率%808080（包括焦油等副产品）气化热效率%909690（包括焦油等副产品）投资 万元1200104Nm3/d967000（其中空分522000）1272000（其中空分522000）480000（其中空分184000）由上表可知：（1）三种煤气化工艺在消耗指标上，消耗高水份原料煤基本一样，差别最大的是氧气消耗原料煤Shell、GSP气化是碎煤加压气化2.9倍。电：Shell是碎煤加压气化19倍，GSP是碎煤加压气化12倍。蒸汽：GSP、碎煤加压气化比Shell每106KJ多消耗3.5kg。（2）包括焦油等副产品在内，三种气化工艺的碳转化

7、率、气化效率、气化热效率基本一样。（3）三种煤气化投资相差很大。Shell投资是碎煤加压气化的2.6倍，GSP是碎煤加压气化的2倍。造成投资大的主要原因除气化装置外，空分装置影响更大。煤气化、空分比较结果还不能代表全部工艺的比较结果，对于以煤为原料生产合成天然气，碎煤加压气化生产煤气中按热值分布，焦油约占煤总热值的10%，甲烷热值约占煤气总热值30%。H2、CO约占60%。因此采用碎煤加压气化工艺合成天然气与采用Shell、GSP煤气化工艺合成天然气相比，变换、低温甲醇洗净化装置、甲烷化装置等后系统的处理量大大减少，消耗、投资大大降低。从我国几套碎煤加压气化装置运行情况看，粗合成气中甲烷及有机

8、物含量较高，煤气的热值高，最适合做燃料气，在煤制天然气领域也有成功的应用，如在美国大平原采用该气化炉14台用于煤制天然气。碎煤加压气化固态排渣炉，粗煤气中的甲烷为最终产品甲烷的50左右；使用BGL炉，粗煤气的中甲烷为最终产品甲烷的为28左右；鉴于本项目的最终产品为 CH4，而且BGL气化炉唯一正在运行的是云南瑞气化工三台，且运行状况尚不能令人十分满意，并考虑投资和其他的因素后，本项目煤气化工艺采用碎煤加压固态排渣技术。4.1.2 粗煤气变换工艺技术选择粗煤气变换的目的是使煤气中，由于粗煤气中含硫、含焦油等杂质，为了利用热煤气中饱和的水蒸气参与变换反应，降低能耗，所以选择先进的耐硫耐油催化剂Co

9、-Mo系宽温变换催化剂进行CO变换。这样可以达到节能降耗的目的，如果先除去硫、焦油再进行变换，降低了热焓值，投资和能耗将显著增加。4.1.3 煤气净化工艺技术的选择众所周知，碎煤加压气化由于是逆流气化，煤气出炉温度低，粗煤气成分复杂，其气体组分包括CO、H2、CO2、CH4、H2S、有机硫、C2H4、C2H6、C3H8、C4H10、HCN、N2、Ar以及焦油、脂肪酸、酚、氨、石脑油、油、灰尘等。在这些组分中除CO、H2、CH4有效组分和N2、Ar属惰性气体外，其余所有组分包括CO2和硫化物都是需要脱除的有害杂质，可见其净化任务的艰巨。纵观当今各种气体净化工艺，能担当此重任者非低温甲醇洗莫属。这

10、是因为只有低温甲醇洗净化才可以在同一装置内全部干净地脱除各种有害成分，诸如CO2、H2S、COS、C4H10S、HCN、NH3、H2O、C2以上烃类（包括轻油、芳香烃、石脑油、烯烃及胶质物等）以及其他化合物等。另外碎煤加压气化压力较高，气体中CO2、H2S分压相对较高，所以本身就有利于发挥低温甲醇洗物理吸收的特性。除此之外，低温甲醇洗工艺与其他净化工艺相比还有着如下各种显著的优点：l 吸收能力强，溶液循环量小l 再生能耗低l 气体净化度高l 溶剂热稳定性和化学稳定性好，溶剂不降解、不起泡，纯甲醇对设备不腐蚀l 溶液粘度小，有利于节省动力l 甲醇和水可以互溶，利用此特性可以用其干燥原料气，而且利

11、用其与水的互溶性用水可以将石脑油从甲醇中萃取出来l 甲醇溶剂价廉易得l 流程合理，操作简便低温甲醇洗在同一装置中实现了多种杂质的脱除，相对于其他净化方法的多种净化工艺组合而言，工序相对单一、合理，便于操作管理。低温甲醇洗与NHD净化工艺相比由于装置在低温下操作，需用低温材料，因此投资较高。但由于NHD的吸收能力较低温甲醇洗低，溶剂循环量大，用电消耗大，加之NHD溶剂较贵，总体操作费用较高。总体而言，低温甲醇洗综合运行的经济性优于NHD净化工艺。所以鉴于碎煤加压气化复杂的气体杂质，基于低温甲醇洗净化可以一次性综合脱除各种杂质的独特优势，无疑碎煤加压气化配套低温甲醇洗是最合理的组合。化二院国产化的

12、技术主要基于：l 对众多引进装置的消化吸收化二院（天脊集团项目）20世纪70年代末从德国引进低温甲醇洗净化技术，原化工部购买了林德公司低温甲醇洗、液氮洗专利技术，供部属设计院使用。随后从民主德国PKM公司、德国林德公司总共引进建设了五套大型低温甲醇洗装置的基础设计及关键设备。分别配套碎煤加压气化及壳牌气化，最终产品分别是城市煤气联产甲醇或单产合成氨。无疑这是对低温甲醇洗技术进行消化吸收的有利基础。l 完成国家“七五”、“八五”重点科技攻关课题之一碎煤加压气化日产100万立方城市煤气的低温甲醇洗基础设计本课题的完成最重要的成果是在国家科委及化工部组织的课题攻关中，由国内实力很强的上海化工研究院、

13、南京化工研究院配合化二院进行了大量的相平衡数据及热力学数据测定，从而根本上解决了困扰低温甲醇洗国产化设计所需的物性数据库问题。l 完成国家“九五”科技攻关课题加压气化优化设计低温甲醇洗课题利用国内自行测定的物性数据对众多引进装置进行核算检验，在对物性数据的修正及计算程序的优化中，化学工业第二设计院建立了完整的低温甲醇洗数据库以及ASPEN技术软件为平台的模拟计算数学模型，至此完成了国内技术软件的积累工程。l 国内低温甲醇洗硬件已基本实现国产化三十多年来在国内有关部委的支持下，在有关生产企业的通力配合下，国内硬件技术应该说已经基本解决。对于低温甲醇洗所必需的低温钢、低温管件、低温阀门、低温泵的制

14、造以及塔内件的设计和难度较大的设备制造（如缠绕式换热器）已基本实现了国产化。目前即使引进的低温甲醇洗装置硬件供应也全部是国内生产。当然需要说明的是因批量或制造周期原因有些低温材料国内订货困难，也可能从国外引进。此外对于流量大、扬程高的低温泵为保证长周期、可靠运行也可考虑从国外引进。4.1.4 制冷工艺的选择低温甲醇洗装置所需-40级冷量为8586106kcal/h，0级冷量13.92106kcal/h。制冷有三种方案可供选择：（1）混合制冷此方案是将蒸发后的气氨经离心式氨压机提压后再去吸收制冷，避免了吸收器在负压下操作，使生产操作更加稳妥可靠，混合制冷采用工艺副产的低压蒸汽作热源，系统中的溶解

15、热及冷凝热由冷却水带出。（2）吸收制冷 根据冷量级别可采用一级吸收制冷或两级吸收制冷。吸收制冷是在低压低温下用水吸收冷媒，在蒸汽提供热源的条件下将冷媒在一定温度、压力下蒸馏出来。然后冷却减压制冷。吸收制冷要消耗大量蒸汽和循环水，制冷效率较低，只有在流程中有大量低位热能或低压蒸汽找不到用途时，才显示其优越性。（3）压缩制冷离心式压缩机制冷量大；结构紧凑、重量轻、尺寸小，因而占地面积小；没有气阀、填料、活塞环等往复易损零件，因而工作可靠，操作方便，运转率高，但要投资大。该项目煤气化、变换、甲烷化装置大量低位废热或副产的低压蒸汽，没有可利用的用户，所以推荐采用双级吸收制冷工艺。4.1.5 甲烷化技术

16、选择甲烷化的研究开始于上世纪初，而在工业上显示其重要意义却是在上世纪六十年代，主要的用途是：一是合成气的精制，即通过甲烷化反应把合成气中的CO+CO2 的含量由1左右降至5ppm以下，以保护后工段催化剂。二是通过甲烷化提高合成气热值，即从CO、CO2和氢来制取甲烷。一氧化碳和二氧化碳在催化剂上进行的加氢反应通常称为甲烷化反应：CO+3H2CH4+H2OQCO2+4H2CH4+2H2OQ甲烷化反应的特点：（1）反应的平衡常数很大，在通常使用催化剂的活性温度范围内可以认为平衡不是限制因素；（2）反应属强放热反应，理论计算每转化1CO可使气体温升 71 ，每转化1CO2可使气体温升 61 。适合于进

17、行甲烷化反应的催化剂活性组份大都属于元素周期表上第八族的金属元素。有工业意义的是镍、钌、铁和钼，其中以镍占绝对优势。美国大平原煤气化制合成天然气厂是目前世界上唯一一个商业化煤制天然气厂，由固定床碎煤加压气化生产煤气，经变换、脱硫脱碳后甲烷化合成天然气。原计划分两个阶段建设一座778万Nm3/d的合成天然气工厂。第一期工程的设计能力为日产合成天然气389万Nm3（相当于日产原油2万桶），于1980年7月破土动工，1984年4月完工并投入试运转，1984年7月28日生产出首批合成天然气并送入美国的天然气管网。该厂至投产以来至今还在正常运行，其25年的成功运行证明了煤制合成天然气技术的成熟可靠。含高

18、浓度CO和CO2气体进行甲烷化时工程上要解决以下问题:（1）属强放热反应，可引起催化剂床层剧烈升温，可使催化剂烧结；（2）气体中氢/碳比偏小，增加了析碳的可能；（3）气体中毒物可使催化剂中毒而失活。煤气甲烷化的研究主要包括甲烷化工艺（包括反应器）及甲烷化催化剂的研究。目前国外甲烷化技术主要有鲁奇公司甲烷化技术、托普索循环节能甲烷化工艺（TREMPTM）和Davy公司甲烷化技术（CRG）。（1）鲁奇公司甲烷化技术：美国大平原煤气化制合成天然气厂使用的就是鲁奇公司甲烷化技术。气化原料煤采用褐煤，进甲烷化H2/CO比约为3，设计值为日产3.54MNm3合成天然气，天然气的热值达到37054KJ/Nm

19、3。目前该装置日处理原料煤18000吨，合成天然气产量达到4.67MNm3/d。该套甲烷化装置采用3个固定床反应器，前2个反应器为高温反应器，采用串并联型式，CO转化为CH4的反应主要在这两个反应器内进行，称大量甲烷化反应器。第三个反应器为低温反应器，用来将前两个反应器未反应的CO转化CH4，使合成天然气的甲烷含量达到需要的水平，称补充甲烷化反应器。主要通过产高压饱和蒸汽和预热原料气回收甲烷化反应产生的热量。最初采用BASF公司的催化剂，后来改用Davy公司的催化剂。甲烷化反应温度较低，高温反应器出口温度为400多度。目前鲁奇公司正在为位于美国Mount Vernor的一家公司做甲烷化的概念设

20、计，该装置副产6.1MPa(G)的过热蒸汽。（2）Davy公司甲烷化技术（CRG）CRG技术最初是由英国燃气公司（BG公司）在20世纪60年代末期和70年代初开发的，是将容易获取的液体馏分作为原料来生成低热值城市煤气中富含甲烷的气体。为了弥补天然气来源的不足，采用CRG技术提高热值达到天然气标准，在整个英国建造了许多SNG装置。从20世纪70年代末期和80年代初期起，BG公司将其研发的注意力转到煤气化上，并开发出了成渣气化炉（BGL炉），作为其开发的一部分，BG公司开发了使用CRG催化剂的工艺，将出煤气化炉的富氢和一氧化碳的气体进行大量甲烷化来生产SNG。20世纪90年代末期，Davy工艺技术

21、公司获得了将CRG技术对外转让许可的专有权，并进一步开发了GRG技术和催化剂，CRG催化剂是在Davy工艺技术公司的许可下，由Davy的母公司Johnson Matthey生产。CRG技术流程和鲁奇甲烷化技术流程类似，前2个反应器为高温反应器，采用串并联型式，采用部分反应气循环进料的方式，不同之处在于鲁奇甲烷化技术循环气只和进第一个反应器的新鲜气混合，而CRG技术循环气和全部新鲜气混合后分成两股分别进前2个反应器。根据原料气组成和合成天然气甲烷含量要求，后面设1个或多个补充甲烷化反应器。CRG甲烷化压力可达3.06.0MPa，CRG催化剂在230700温度范围内具有高而稳定的活性。由于高温反应

22、器在高温下操作，循环比比低温操作降低很多，循环压缩机尺寸变小，节省了循环压缩机成本并降低了能量消耗。由于反应温度高，可副产中压或高压过热蒸汽直接用于蒸汽轮机，提高了能量利用效率。美国大平原煤气化制合成天然气厂从1985年开始一直使用CRG甲烷化催化，到现在已使用了20多年。甲烷化各反应段要求催化剂具有不尽相同的特性。大量甲烷化催化剂要求具有: 耐硫性、高活性（小反应器）、热稳定性和高强度的特性；补充甲烷化催化剂要求具有:高活性和高强度的特性。大量甲烷化反应器中的CRG催化剂典型寿命为3年（视原料合成气中的硫含量而定），补充甲烷化反应器中的CRG催化剂典型寿命为6年（视装置大修的周期而定）。该装

23、置2008年进行了催化剂更换，换上了Davy/JM最新的一代CRG催化剂。对催化剂的支撑系统进行了重新设计，将催化剂由简单圆筒粒状改为苜蓿叶状。近期改进带来的好处有：阻力降减小了，装置能力提高了2%，在阻力降稳定的同时依旧取得较高的转化率。Davy/JM公司催化剂经过工业化验证，同时具有变换功能，合成气不需调节H/C比，转化率高，使用范围很宽，在230650内具有较高活性。Davy公司技术第一个反应器合成气出口温度约620。2008年，Davy工艺技术公司与美国Cash Creek公司签署了8亿方/年煤制SNG项目提供技术许可、基础工程设计和催化剂的合同，现基础工程设计已经完成。目前Davy工

24、艺技术公司与另一家美国公司就其煤制SNG项目的合同谈判已基本完成。（3）托普索循环节能甲烷化工艺（TREMPTM）TREMPTM技术的操作经验可以追溯到20世纪70年代后期，托普索进行了大量的中试验证，保证了该技术能够进行大规模应用。托普索循环节能甲烷化工艺与鲁奇公司甲烷化技术和Davy公司甲烷化技术有所不同，第一个反应器和第二个反应器为串联，反应气只在第一个反应器进出口循环。补充甲烷化反应器根据原料气组成和合成天然气甲烷含量要求，需1个或多个。TREMPTM技术第一个反应器在675高温下操作，是所有甲烷化技术中最高的，因此反应气循环比最低，循环压缩机的尺寸最小，循环压缩机成本和能量消耗最低。

25、由于反应温度高，可副产中压或高压过热蒸汽直接用于蒸汽轮机，提高了能量利用效率。甲烷化催化剂反应的高热量导致有很大的温升，因此甲烷化催化剂的关键是要在高温下保持稳定，同时在低温下也具备活性。甲烷化反应在低温和高CO分压下，很容易形成不希望出现的羰基镍，因此烧结的控制非常关键，以防止镍晶体的生成。托普索公司的研究与开发部门开发了专用的两种甲烷化催化剂。一种是高温的，型号为MCR-2X，MCR-2X催化剂是基于陶瓷支撑，具备稳定微孔系统，可有效防止镍晶体的烧结。高镍的表面区域形成理想高甲烷化活性，甚至在相对低温下也是，其在250700温度范围内具有高而稳定的活性。在2006年美国两家企业选用了TRE

26、MPTM技术进行设计和建设。国内西北化工研究院和大连化物所都在进行这方面的研究工作。西北化工研究院在上世纪八十年代初开始“部分甲烷化增加煤气热值”的研究。1988年完成了耐高温甲烷化催化剂及多段固定床甲烷化工艺中间试验，试验规模为1200m3/天，运行1200小时，并通过国家科委和化工部的技术鉴定。1987年完成了耐硫甲烷化催化剂升级试验，运行1000小时，并通过城建部的技术鉴定。1997年完成了两段煤气甲烷化催化剂及多段固定床甲烷化工艺中间试验，试验规模为1200m3/天，运行1200小时，并通过国家科委的技术鉴定。西北化工研究院研制了n RHM-266型耐硫高温煤气甲烷化催化剂n JRE型

27、耐高温煤气甲烷化催化剂 n SU-329型耐硫甲烷化催化剂 在工业化方面，西北化工研究院完成了50000m3/天煤气甲烷化可研、基础设计、施工图设计（与设计院合作）及工程建设；完成了50000m3/天两段煤气甲烷化基础设计（与设计院合作）、1998-1999年JRE型耐高温煤气甲烷化催化剂在换热式工业甲烷化反应装置上应用（两炉）。大连化物所也一直在进行煤气甲烷化方面的研究。先后完成了不耐硫水煤气甲烷化和耐硫甲烷化二个系列甲烷化成果，建立了四套水煤气甲烷化生产城市煤气工厂和耐硫甲烷化示范工程。同时完成了CO2+H2和CO+H2O甲烷化探索研究。 近年来大连化物所又开展了常压水煤气部分甲烷化生产的

28、研究。应国家相关部委的攻关要求，为解决高硫煤气直接甲烷化问题，开展了耐硫甲烷化的研究工作，并且取得了阶段性成果，在毕节地区成功实施了日产3.5万立方米煤气工业示范工程。申报国家专利，获85攻关成果奖以及中科院科技进步奖。近两年来，煤制人造天然气的需求日渐高涨，大连化物所开展了高温加压完全甲烷化工作。目前已完成650，2MPa条件下两个甲烷化催化剂千小时稳定实验，未发现热点后移和活性明显下降，优于国外报道的结果。此外还进行了合成氨驰放气甲烷化（CO2甲烷化）及焦炉煤气甲烷化等方面的研究。综上所述，甲烷化技术是煤制替代天然气的关键技术，由于国内技术及催化剂尚没有大规模工业化的运行经验，本项目的甲烷

29、化技术还需引进工艺包和催化剂，但这需高额的引进软件及硬件费用。如果国内技术如大连化物所和大唐能源化工有限责任公司等研发的甲烷化技术和催化剂试验成功，本项目也会选择使用的。4.1.6 硫回收技术的选择硫回收方法根据工艺流程选择和当地产品销路情况，产品可以是硫磺（S）或硫酸(H2SO4)。产品为硫磺的酸性气处理工艺通常采用克劳斯硫回收工艺，该法是一种成熟的工艺，而且工艺种类繁多，主要有传统克劳斯工艺，超级克劳斯，带有SCOT尾气处理工艺的克劳斯工艺；以及属于生物脱硫技术的Shell-paques工艺。1）传统克劳斯工艺原理可以简单概括成：含一定浓度的H2S酸性气首先进入焚烧炉，使其中一部分H2S通

30、过燃烧生成SO2与另一部分含H2S气体在催化剂的作用下生成单质硫，由于受克劳斯反应的平衡限制，克劳斯工艺总硫磺回收率一般在9598左右，尾气根本无法满足国家现有的环保指标。主要化学反应2H2S+3/2O2 2H2O +SO2SO2+ 2H2S3S+ 2H2O2）催化氧化技术a.超级克劳斯一改以往单纯增加级数来提高H2S的回收率的方法，在两级普通克劳斯催化转化之后，第三级改用选择性氧化催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，常规克劳斯工艺要求H2S/SO2比值为2的条件下进行，而此种富H2S工艺却维持催化段在富H2S条件下举行，例如二段催化剂反应器出口气体要求H2S/SO2比值可高达10，末端选择催化

31、氧化反应实际上是一种尾气处理工艺，H2S转化为硫磺的回收率最高99.5，如果采用此工艺处理本工号的酸性气，处理后的尾气仍然存在COS，SO2远远超出国家排放标准，不能满足要求。氧化主要化学反应2H2S+O22S +2H2Ob.超优克劳斯工艺，在两级普通克劳斯转化之后，增加加氢催化反应器，将所有硫化物催化加氢转化成H2S后再选用选择性氧化催化剂，将H2S直接氧化成元素硫，除具有超级克劳斯工艺的优点外，将总硫回收率提高到99.599.7，尾气H2S的排放仍然超出国家排放要求。加氢还原主要化学反应SO2+3H2H2S +2H2OCOS+H2H2S +CO3）尾气处理工艺SCOT是与克劳斯工艺相配套的

32、尾气处理工艺，超级SCOT、低硫SCOT是标准SCOT法工艺的技术进步，其特点可大致归纳如下：a.在克劳斯硫磺回收界区的下游，将尾气预热、加氢还原，还原气急冷和H2S吸收、解析等4个工序组成一个相对的工艺界区。解析出的H2S气返回系统，上游克劳斯装置任何条件的波动对本装置的操作无影响。因此，当硫磺回收装置尾气的组成、流量、温度、压力等状态参数强烈波动时，尾气处理装置仍能保持平稳运转，通常操作弹性范围20200。b.装置的硫负荷能力很高。即使上游装置的硫磺回收率仅为90左右仍不会影响处理后尾气中硫的净化度，故上游装置只设置2个转化器，可以不使用价格昂贵、操作条件要求高的有机硫水解催化剂。c.加氢

33、还原工序的效率高。除SO2外，尾气中所有的有机硫化合物（COS、CS2、各种硫醇等）以及元素硫均可被还原成H2S而返回硫磺回收装置，从而使装置的总硫磺回收率达到99.95。该工艺相对流程复杂，操作工艺条件苛刻，设备投资较大。4）壳牌-帕克（SHELL-paques）生物脱硫工艺壳牌-帕克（SHELL-paques）生物脱硫工艺是酸性尾气处理工艺的新发展，是从酸性尾气中脱除H2S并以元素硫的形式进行硫磺回收的生物反应过程。含H2S气体在吸收塔内与含硫细菌的碱液逆流接触，H2S溶解在碱液中进入到生物反应器（专利设备）。在生物反应器内的充气环境下，H2S在一种无色硫磺杆菌的作用下生产单质硫，该过程只

34、有在反应器通风的条件下才能实现。硫磺以料浆的形式从生物反应器中取出，经过浓缩后形成65干度的硫磺饼，可进一步处理满足需要。溶液中悬浮硫的浓度515g/L。由于生物硫磺具有很强的的亲水性，所以流动性好，不会产生堵塔的现象。壳牌-帕克（Shell-paques）生物脱硫工艺特点a.最小的化学品消耗b.高调节比c.净化度高，净化后尾气中的H2S浓度小于4ppmv。d.生物反应器中硫化物100的转化，其中9598转化为元素硫。壳牌-帕克（Shell-paques）生物脱硫工艺只适宜在酸性气H2S浓度25V，硫磺产量15t/d小规模装置。本装置的硫磺产量高达97t/d，因此不宜选用。经比较初步推荐Cla

35、usScot工艺。4.1.7 空分工艺技术方案的选择本项目采用碎煤加压气化工艺，对氧气、氮气、空气要求如下表：介质纯度%温度/压力/MPaG用气量Nm3/h使用情况氧气99.8403.8257916连续低压氮气400.6347877间断针对上述对氧气和氮气的使用要求，空分装置需要对氧气、氮气增压方案、装置的系列数作出选择。（1） 空气增压方案内压缩流程和外压缩流程的共同点都是采用低压空气压缩、空气预冷、分子筛空气净化、深冷分离。不同点是内压缩流程采用空气增压机和液氧泵获得高压氧气；外压缩流程采用氧压机获得高压氧气。从能耗上看，采用内压缩流程和外压缩流程的实际功耗相近。因为，尽管内压缩流程使用了

36、空气增压机来提供系统的部分制冷量，空气增压机、液氧泵的功率比氧压机略高，理论上要多消耗3的压缩功；但是，氧压机实际运行往往偏离其设计工况。两者实际的功耗是很接近的。从安全方面分析，尽管外压缩流程的使用也比较普遍，氧气压缩机的设计和制造水平不断提高，但是统计数据表明，氧压机有多台次发生过燃烧事故，而内压缩流程从未出现过类似事故。另外，由于内压缩流程使用了液氧泵，可及时抽走主冷凝蒸发器液氧中的液态烃，使得空分装置的运行更加安全、可靠。从投资上看，两种流程相接近，内压缩流程稍低一些。此外，使用液氧泵的内压缩流程比使用氧压机的外压缩流程操作、管理更为方便，维修工作量少，占地也少。两种氧气增压方案的比较

37、见下表。液氧泵和氧压机增压方案比较表序号项目液氧泵流程氧压机流程1相对能耗1.0312相对投资11.053维修费用低高4占地面积小大5安全性安全较安全因此，本项目推荐采用液氧泵内压缩流程。（2）装置的系列数空分装置可采用六套制氧能力为48000Nm3/h的方案。48000Nm3/h空分考虑选用进口装置。其中离心空气压缩机、空气增压压缩机、驱动汽轮机、产品氮气增压机、高低压板式主换热器、低温透平膨胀机、低温泵、所有低温阀门、调节阀门和切换阀门及DCS系统、分析仪和主要仪表均为进口设备，国内的子公司制造和采购的设备主要为精馏塔、空气纯化系统、空气预冷系统、空气过滤器、部分仪表和电控设备等。（3）空

38、压机及配套汽轮机的选择本项目48000Nm3/h空分装置需要处理的空气量约为228226Nm3/h，由于处理气量大，采用离心式压缩机压缩空气，蒸汽透平驱动。汽轮机选用全凝汽式。空压机配汽轮机的蒸汽可用两种等级的蒸汽：一、压力：13.0MPa（G），温度：535。二、压力：8.8MPa（G），温度：535。13.0MPa（G）等级的汽轮机，业绩较少，价格较高；8.8MPa（G）等级的汽轮机，空分装置配套的很多，技术已比较成熟。故本次设计选用8.8MPa（G）等级的汽轮机。4.1.8 干燥工艺技术选择常用干燥方法有冷分离法、固体吸收法、溶剂吸收法。4.1.8.1 冷分离法冷分离法是利用压力变化引起

39、温度变动，使水蒸气从气相中冷凝下来的方法。常用有两种流程：节流膨胀冷却流程与加压后冷却流程。(1) 节流膨胀冷却脱水法 一般用于高压天然气气田，高压天然气经过节流膨胀或低温分离，把天然气中的一部分水冷凝下来。这种方法经济、简单，但应控制天然气降压后仍高于输送压力，同时，不使温度降得太低，防止冷凝水结冰。(2) 加压后冷却法 对于低压天然气田及人工煤气，需加压后再冷却将煤气中水蒸汽冷凝下来。上述两种方法煤气干燥度即露点温度，将受多种因素影响、且能量损失大。4.1.8.2 固体吸附法固体干燥剂脱水的操作过程是周期性的，用一个或多个干燥塔吸附脱水。应采用吸附水能力比吸附烃类或吸附酸性气体能力强的干燥

40、剂，可用热气体通过吸过水的干燥剂将水分带出使之再生。固体吸附法脱水的优缺点见表：固体吸附法脱水的优缺点优 点缺 点1 能获得露点极低的净化气；2 不受净化气温度、流量、压力等变化的影响；3 设备构造简单、便于操作；4 腐蚀及起泡现象较少；5 处理净化气量少时，费用也不太高。1 设备费高；2 耗热较多；3 净化气中的成分易使干燥剂中毒粉碎；4 吸附与再生均不连续。常用的固体吸附脱水法有氯化钙法、硅胶法、活性氧化铝及活性铝矾土法，分子筛法以及复式固定干燥剂法等，各种干燥剂特点见表。复式固定干燥剂是综合了多种干燥剂的优点。该法是根据不同的气源，分别放置不同的脱水剂，以便有选择地脱除不同组分气体的水分

41、。各种干燥剂的特点脱水剂优点缺点使用情况氯化钙法成本低，工艺过程简单腐蚀性严重，废渣废水处理困难适用于高寒地带硅胶法吸附能力好，吸水选择性强遇液态水，油料易碎，处理量大时失效快适用于处理量大而含水量不大的情况活性氧化铝法及活性铝矾土吸附能力较好，再生温度低，在液态水中不易碎活性丧失较快，特别酸性气体多时适用于含酸性气体少的煤气分子筛吸附能力较好，对高酸性气体的脱水可用抗酸性分子筛成本稍高适用于处理量较大，露点降要求高的气体4.1.8.3 溶剂吸收法液体吸水剂（溶剂）吸收法所用设备费最少。液体吸水剂应满足以下要求：（1） 在较大的水浓度范围内吸水能力大；（2） 操作时水蒸气的压力低；（3） 水溶

42、液没有腐蚀性；（4） 粘度较低；（5） 具有化学稳定性和热稳定性；（6） 容易再生；（7） 无毒；（8） 反应热和溶解热小。常用的液体吸水剂有氯化钙水溶液、氯化锂水溶液、甘醇-醇胺、二甘醇及三甘醇等。各种吸水剂特点见表。几种吸水剂的特点吸水剂优点缺点使用情况氯化钙水溶液1 成本低；2 耗量小（0.016-0.06公斤/万m3）；3 能用于高寒地带。1 遇水乳化；2 产生电解腐蚀；3 露点降低（11-20）；4 与H2S发生沉淀。逐渐淘汰氯化锂水溶液1 吸水能力大；2 腐蚀性小；3 有杀菌力，可使处理煤气消毒；4 不易加水分解；5 露点下降大（22-37）。1 价格较高；2 工业产品含不纯物时引

43、起腐蚀。适用于空气调节，用于煤气脱水较少甘醇-醇胶法(一乙醇胺10-30%,二甘醇60-85%，水5%)1 同时脱除CO2、H2S和水；2 甘醇可降低醇胺的发泡；3 一步净化和脱水。1 比三甘醇携带损失大；2 再生温度高，H2S腐蚀严重；3 露点下降少。使用于一些要求露点不高的煤气中二甘醇(一缩二乙二醇)1 较稳定；2 浓溶液不凝固；3 正常操作存在H2S、CO2时稳定；4 吸容量大；5 携带损失小；6 检修安装较容易；7 处理量灵活。1 携带损失比三甘醇大；2 再生浓度为95%；3 初期投资大。逐渐被三甘醇法取代三甘醇(二缩三乙二醇)1 比二甘醇的全部优点更优越；2 再生浓度高达99%以上；

44、3 露点降比上述方法都高（28-58）。1 需加消泡剂以避免轻油存在时发泡；2 溶剂在市场供应上不如二甘醇多；3 初期投资大。广泛使用通过上述比较可知，三甘醇法和冷却法各有其优点，三甘醇法是普遍采用的方法。由于本项目低温甲醇洗需冷量，有-40级的制冷装置，也是一种可选用的方法。选用这种方法的前提是低位热能足够富裕。两种方法究竟选用何种工艺待下阶段做更详细工作后最后确定。可研暂按冷却法考虑。4.2 主要装置技术来源4.2.1 碎煤固定床干法排灰加压气化技术、耐硫耐油变换技术、低温甲醇洗净化技术、异丙醚脱酚技术。碎煤固定床干法排灰加压气化。原东德称PKM煤气化，捷克称ZVU煤气化技术。该技术20世

45、纪30年代由德国公司开发，随后在德国、英国、苏联、捷克、南斯拉夫、南非等建有近200余台气化炉，特别是南非建有100余台，现在运行的还有97台用于生产油品。在美国上世纪80年代初，在大平原第一期建了14台气化炉用于煤制天然气。在中国上世纪70年代末引进德国气化技术，用5台气化炉生产30万t/a合成氨，80年代兰州煤气厂，沈阳煤气厂引进提克气化技术和气化炉8台，哈尔滨煤气厂引进原东德PKM公司气化炉5台，90年代中，义马煤气厂用政府贷款方式，引进澳大利亚碎煤加压气化炉3台，现已扩建至5台。在中国为了开发这项煤气化技术，60年代初到70年代东北煤气化研究所建了一套工业试验装置。对沈北褐煤等煤种进行

46、了气化试验，取得了一套完整数据。上世纪80年代初中国煤炭科学研究院又建了一套试验装置，对哈尔滨长焰煤、龙口褐煤及蔚县烟煤等煤种的试烧。在上述技术开发和消化吸收各种气化炉的基础上在上世纪的国家“七五”“八五”把碎煤加压气化列为国家重点攻关项目，包括2.8米碎煤加压气化炉，耐硫耐油变换催化剂和有关技术，低温甲醇洗热力学，相平衡数据测定，异丙醚萃取脱酚技术。化二院是主要承担单位，参加单位有化工部南京研究院，上海化工研究院、东北煤气化研究所、太原重机厂、太原化肥厂。2.8碎煤加压气化炉建在太原化肥厂，试验完后此炉移交云南解化用于合成氨生产，在此开发基础上，化二院完成了天脊第五台气化炉设计，义马煤气厂3台气化炉设计。并顺利建成投产，当前正为新疆广汇设计14台气化炉。耐硫耐油变换技术首先用于哈尔滨煤气厂，随后又用于云南解化技改，义马煤气厂。低温甲醇洗技术先后用于天脊化肥厂扩建改造，云南解化扩建改造，义马煤气厂二期150万Nm3/d 城市煤气。神华宁夏煤业集团25万t/a甲醇等项目。4.2.2 甲烷合成技术来源碎煤加压气化净化煤气通过镍催化剂在2.46MPa下300-700，将H2、CO合成甲醇技术，70年代开发成功，80年代初在美国大平原建成389万Nm3/d合成天然气工