煤浆制备工艺流程说明
1.工艺任务
由输煤系统、棒磨机、煤浆泵等设备完成煤浆制备、输送任务。其生产方法是：将原料煤与水在湿式棒磨机中研磨成含固体量62～68%的料浆，用泵加压后送入气化炉。
由煤运系统送来的原料煤（干）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，并加入碱液调整煤浆的pH值。
出棒磨机的煤浆浓度约60%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。
为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入木质磺酸类添加剂。
煤浆气化需调整煤浆的pH值在6～8，本项目拟采用碱液调整煤浆的pH值，碱液初步采用约42%的浓度。
为了节约水源，低温甲醇洗单元排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均作为磨煤浆用水。
2.生产流程
由输送带输送来的原料煤（<10mm）送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入磨机(H1201A/B/C)。
为了改善多元料浆灰渣熔融性能，本装置设置了助熔剂添加系统，助熔剂选用石灰石。由输送带输送来的助熔剂送至助熔剂贮斗，经助熔剂称重给料机控制输送量（2.764t/h总）送入磨机（H1201A/B/C）。石灰石的添加及添加量根据煤种的变化做相应调整。
来自低温甲醇洗的废水、甲醇精馏的废水及变换低温冷凝液进入制浆水槽（V1203）,根据液位补充新鲜水，水经制浆水泵（P1201A/B）加压并控制流量后送入磨机。
为了控制料浆粘度及保持料浆的稳定性需加入添加剂，在添加剂制备槽（V1206）中加入固体添加剂和新鲜水，制成25%左右浓度的溶液，由添加剂制备泵(P1203)输送到添加剂槽(V1204)中贮存，按制料浆所需量通过添加剂计量给料泵（P1202A/B/C）加压后送入磨机。
为了调整料浆的pH值，需加入碱液。pH调节剂槽（V1205）贮存的pH值调节剂（40％NaOH）经pH调节剂计量给料泵（P1204A/B）计量并加压后送至磨机，保持料浆pH值在7～9之间。
物料在磨机中进行湿法磨煤。
出磨机（H1201A/B/C）的料浆浓度约65～68%，依靠重力流入磨煤机出口槽（V1207A/B/C），磨煤机出口槽搅拌器（A1202A/B/C）使料浆均化并保持悬浮状态。料浆经低压煤浆泵（P1205A/B/C）加压后送至气化工序料浆贮槽（V1301A/B）供气化用。
主控样点
样品名称取样位置
水煤浆 V0303A(磨煤机)出口槽管线
气化工艺流程说明
1.工艺任务
在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。
气化：经隔膜泵加压的水煤浆与空分送来的高压氧气通过烧嘴喷入气化炉，在6.5MPa压力、1350～1450℃温度的工况下，瞬间气化生成包含33.73%H2（干基，以下同），46.47%CO、19.05%CO2以及H2O、少量CH4和H2S等的混合气。由于气化温度高于煤的灰熔点，反应后的煤渣程液态。
洗涤除尘：离开气化炉反应区的热气体和熔渣进入激冷室。被水淬冷后，气体温度下降并被水蒸汽饱和，降温后的气体经气液分离器分离出气相夹带的水分后，经文丘里管洗涤除尘后送入CO 变换工序。
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发生如下主要反应：
CmHnSr+m/2 O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S
CO+H2O—→H2+CO2
反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。
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。
气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理单元。
2.工艺流程
在本工序，料浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。
料浆由料浆贮槽（V1301A/B）经高压煤浆泵(P1301A/B)加压至9.6MPaG后，连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉（F1301A/B/C），在气化炉中水煤浆与氧发生反应，反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。
气化反应在气化炉（F1301A/B/C）反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。
本反应为剧烈的放热反应，为了提高能效，回收热量，采用半水冷壁式气化炉。在耐火砖夹层沿炉壁铺设水管，通过汽包（V1312A/B/C）通入锅炉给水，副产2.5MPa（G）饱和蒸汽（1.2t/h?台）。
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到～252℃、6.48MPa （G）出气化炉；气体经气液分离器（V1304A/B/C）将气体中的水分分离下来，后至文丘里管（J1302A/B/C）、洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤除尘冷却到～244.5℃，6.27MPaG后送至变换工段。气液分离器（V1304A/B/C）分离出来的黑水与激冷室出来的黑水汇合送入灰水处理系统。
气化炉（F1301A/B/C）反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被冷却，经破渣机（Y1303A/B/C）破碎后，排入锁斗（V1308A/B/C），排出的大部分灰渣沉降在锁斗（V1308A/B/C）的底部。从锁斗顶部抽出较清的水经锁斗循环泵（P1303A/B/C）循环进入气化炉激冷室水浴，用于冲气化炉激冷室的渣。锁斗中的灰渣定时（排渣周期一般约为30分钟）排入渣池（V1310A/B/C），由捞渣机（L1301A/B/C）捞出后装车外运。
来自灰水处理工序的灰水和变换工序的冷凝液先进入洗涤塔（T1301A/B/C）洗涤粗合成气，洗涤塔中部排出的较清洁的灰水用灰水循环泵（P1305A/B/C）加压后少部分送至文丘里管，大部分经黑水过滤器（S1301A/B/C）过滤后送至气化炉激冷环。
气化炉（F1301A/B/C），渣池（V1310A/B/C）及洗涤塔（T1301A/B/C）排出的洗涤水（称为黑水）均送往灰水处理工序。
开停车期间，气化炉激冷室的水经过溢流水封（V1303A/B/C）直接排入渣池。
气化炉内的工艺烧嘴带有循环冷却系统，以保护烧嘴，防止温度过高造成损坏。该系统由烧嘴冷却水气体分离器（V1306A/B/C）、烧嘴冷却水槽（V1305）、烧嘴冷却水泵（P1302A/B）、烧嘴冷却水换热器(E1301)和烧嘴头部的冷却水盘管组成。正常时，冷却水在该系统循环使用，系统中的热量由循环水通过烧嘴冷却水换热器移出。烧嘴冷却水泵（P1302A/B）出现故障的时候，烧嘴冷却水由事故烧嘴冷却水槽（V1307）供给。
开车时，用开工烧嘴临时替换工艺烧嘴（Z1301A/B/C），用柴油作燃料，对气化炉进行升温，用蒸汽驱动开工抽引器(J1301A/B/C)，使气化炉内形成微负压，使环境空气可以进入气化炉内辅助燃烧，蒸汽和燃烧后的尾气经过开工抽引器（J1301A/B/C）和抽引器消音器（Y1302A/B/C）后，排入大气。
主控样点
样品名称取样位置
洗涤气 T0401A(洗涤塔)出口管线上
变换工艺流程说明
1.工艺任务
由气化工段来的煤气组成不符合甲醇合成的要求，H2组分少、CO组分过多，需要将多余的CO 变换成有用成分H2和要在低温甲醇洗脱除的CO2，在本工段根据CO与水蒸气在催化剂作用进行变换
反应，生成氢气和二氧化碳，以此来调节H2与CO的比例，达到甲醇合成气H2/CO≈2.5比例的要求并回收热量。
在本工段将气体中的CO部分变换成H2和CO2。
本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：
CO+H2O—→H2+CO2
2.生产流程
由气化洗涤塔来的粗煤气经1＃气液分离器（V1501）分离掉气体夹带的水分后，一部分水煤气（其流量由出变换工段气体中H2/CO的比例要求而定）进原料气预热器（E1501）与变换气换热至295℃左右进入变换炉（R1501），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（E1502）与甲醇合成副产的中压蒸汽换热，中压蒸汽过热到420℃，变换气自身温度降低后在原料气预热器（E1501）与进变换的粗水煤气换热，出原料气预热器（E1501）的变换气温度约325℃，与未变换的粗煤气合并后温度进入1＃低压蒸汽发生器（E1503A/B），副产1.3MPa(G)饱和蒸汽86812.9kg/h，温度降至220℃之后，经过2＃气液分离器（V1502）后进入2＃低压蒸汽发生器（E1504A/B），副产0.7 MPa(G)饱和蒸汽104949.2kg/h，温度降至190℃之后，经过3＃气液分离器（V1503）后进入锅炉给水预热器（E1505），预热至锅炉的锅炉给水到170℃,之后进入6＃气液分离器（V1506）气液分离后，进入2＃脱盐水预热器（E1506）预热来自1＃脱盐水预热器（E1508）的脱盐水，最后在水冷却器（E1509）用循环冷却水冷却至40℃左右，经过4＃气液分离器（V1504）气液分离后送低温甲醇洗工段。
1＃气液分离器（V1501）和3＃气液分离器（V1503）分离出来的高温工艺冷凝液其中大部分经过工艺热冷凝液泵（P1501A/B）加压后送至气化工段洗涤塔使用，一小部分送至汽提塔（T1501）汽提。
4＃气液分离器（V1504）分离出来的低温冷凝液同汽提塔（T1501）出口酸性气体换热后进入汽提塔（T1501），在汽提塔内（T1501）用高压闪蒸气和蒸汽汽提出溶解在水中的H2、CO、H2S、NH3。汽提塔（T1501）塔顶出口酸性气体进入低温冷凝液预热器（E1507）将4＃气液分离器（V1504）分离出来的低温冷凝液预热至℃后，进入1＃脱盐水预热器（E1508）同脱盐水站来的脱盐水换热后，自身温度降至60℃，之后进入5＃气液分离器（V1505）进行气液分离。汽提塔（T1501）塔底冷凝液其中一部分约30t/h经气化高温热水器给水泵（P1502A/B）加压后送至灰水处理工段气化高温热水器，另一部分汽提塔塔底冷凝液约85495.2kg/h经脱氧槽给水泵（P1504A/B）加压后送至灰水处理工段的脱氧槽循环使用。
5＃气液分离器（V1505）分离出来的酸性气体送至火炬焚烧。5＃气液分离器（V1505）分离出来的低温冷凝液约8142.82kg/h经低温冷凝液泵（P1503A/B）加压后送至煤浆制备工段。
主控样点
样品名称取样位置
A2502 粗煤气V1501入口（气液分离器）接气化洗涤气
A2503 粗煤气 R1501（变换炉）入口
A2504 变换气R1501（变换炉）出口
A2509 变换气V1504（冷凝液分离器）出口（
变换工艺流程说明
1.工艺任务
由气化工段来的煤气组成不符合甲醇合成的要求，H2组分少、CO组分过多，需要将多余的CO 变换成有用成分H2和要脱除的CO2，在本工段根据CO与水蒸气在催化剂作用进行变换反应，生成氢气和二氧化碳，以此来调节H2与CO的比例，达到甲醇合成气H2/CO≈2.5比例的要求并回收热量。
在本工段将气体中的CO部分变换成H2和CO2。
本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示：
CO+H2O—→H2+CO2
2.工艺流程
由气化送来的水煤气（242.7℃；6.15Mpa(A);水汽比1.50），经水煤气分离器V2501和水煤气废热锅炉E2501，温度降至230℃，再经1号冷凝液分离器V2502。在V2502中分离冷凝液后的水煤气分成两股，一股作为配气不经过变换炉，另一股入中温变换器E2502，预热至260℃，进入变换炉R2501。炉内装耐硫变换触媒。出变换炉反应气CO含量约为14%（干），温度为394℃，经E2502降温后，温度为364℃。此气与配气的水煤气混合，形成CO含量19%（干），温度为338℃的变换气。变换气经锅炉给水加热器E2503，温度降至191℃，再经2号冷凝液分离器V2503分离。分离后的变换气进入脱盐水加热器E2504，降温至70℃此气再进入变换气水冷器E2505，温度降至40℃.经3号冷凝液分离器E2503。分离冷凝液后的变换气送低温甲醇洗工号。
由管网来的140℃的锅炉给水经给水加热器E2503加热至235℃后送界外。1号冷凝液分离器分离的冷凝液进入2号冷凝液分离器V2503冷凝液，2号冷凝液分离器V2503冷凝液经高温冷凝液泵P2501送气化工号洗涤塔（C1301）。脱盐水站来的脱盐水经脱盐水加热器E2501加热至116.5℃，送至锅炉给水系统的除氧器。3号冷凝液分离器V2503的冷凝液去老装置变换冷凝液气提塔C1501。
触媒升温硫化在0.65Mpa（A）进行。将低压氮气引至变换工号，经氮气加热器E2506升温至320℃进入变换炉，出变换废氮气引入火炬。
主控样点
样品名称取样位置
A2502 水煤气V2501入口（水煤气分离器）接气化洗涤气
A2503 水煤气V2502（1#冷凝液分离器）出口
A2504 变换气R2501（变换炉）出口
A2509 变换气3#冷凝液分离器出口（出变换工段）
A2510 水煤气来自E2502进R1501
低温甲醇洗工艺流程说明
1.工艺任务
气体净化工序的任务是将变换气中的H2S、COS酸性气以及其它微量杂质组分脱除干净，将CO2组分脱除至规定含量，为甲醇生产提供合格的合成原料气，并将酸气送往克劳斯装置。粗煤气的净化是通过甲醇物流的再循环洗涤来完成的，装置净化指标为：
硫化物：净化气中的总硫含量低于0.1ppm。
CO2：净化气中CO2的含量为2.75%左右
低温甲醇洗是一种基于物理吸收和解吸的气体净化方法，以工业甲醇为吸收剂。该法用一种溶剂可同时或分段脱除气体中的H2S、CO2等酸性组分和各种有机硫化物，NH3、C2H2、C3及C3以上的气态烃，胶质及水汽等，能达到很高的净化度，能把总硫脱至＜0.1mg/m3，同时能把二氧化碳脱至10×10-8~20×10-6(体积)。而甲醇对氢气和一氧化碳（合成原料气）的溶解度相当小，且在溶液减压闪蒸过程中优先解吸，可通过分级闪蒸来回收，因而有效组分损失很少。
低温甲醇洗（RWU）处理来自多元料浆气化工艺的粗变换气，从中得到净化气，得到的产品：
* 甲醇合成气
* 富H2S 气
产品规格
1、净化气
CO2 2.75 ± 0.1 mol%
H2S + COS ≤ 0.1 mol-ppm
温度~ 30° C
2、富H2S气
H2S + COS ≥ 25 mol%
压力≥ 0.20 MPa(a)
3、放空尾气
H2S ≤ 2.3 kg/h
H2S + COS ≤ 25 mol-ppm
CH3OH ≤ 190 mg/Nm3
压力0.120 MPa(a)
2.工艺流程
2.1装置单元组成
(1)粗煤气的冷却
(2)H2S、CO2的吸收
(3)甲醇溶液再生系统，包括：闪蒸再生、氮气气提、热再生、甲醇／水分离
2.2工艺流程概述如下
本工序采用的五塔流程，可分为两大区，即冷区和热区。冷区由甲醇洗涤塔T1601、两个中压闪蒸罐D1601、1602，硫化氢浓缩塔T1603组成；热区由甲醇热再生塔T1604、甲醇/水分离塔T1605和尾气洗涤塔T1607组成。另有T1602洗氨塔、T1606氮气气提塔，共7塔。
(1)首先，NH3在T1602洗氨塔利用锅炉给水从变换气中除去。含NH3水被送到低温甲醇洗装置界区外。
然后经P1605甲醇泵喷射了甲醇的原料气被冷产品气冷却下来，冷凝的甲醇/水混合物在一台槽中压闪蒸罐D1601中分离下来。原料气被送到甲醇洗涤塔T1601。
(2) 在甲醇洗涤塔T1601的下段H2S 和COS被冷甲醇脱除，在上段CO2被完全脱除。溶解热一部分使甲醇液温度升高，一部分被冷却段消化。由于CO2在甲醇中的溶解度比H2S在甲醇中的溶解度小，在CO2脱除段所需甲醇量比H2S脱除段大的多。在CO2脱除段中部取出部分甲醇液，经E1606换热、E1605制冷机制冷，循环回到下一级塔板继续吸收CO2，目的是消除随CO2在甲醇中不断溶解，溶解热使溶液温度上升，吸收能力会降低。在T1601上塔下部引出部分甲醇液，此部分甲醇仅饱和了CO2，其余由塔底出来的甲醇液饱和了H2S 和CO2。
由塔顶出来经洗涤后的精制气经复热后送出界区。
(3)经过E1607、E1604过冷(5)后两股甲醇富液都到中压闪蒸罐（接E1608、D1602）闪蒸以回收溶解的氢气。闪蒸气经C1601压缩机再压缩后被循环到低温甲醇洗单元的原料气中。
(4) 从（3）来的两股溶液流在中压闪蒸罐（接E1608、D1602）经闪蒸后混合都膨胀到接近常压进入硫化氢浓缩塔T1603上部。H2S 在该塔的上段中利用送到顶部的无硫甲醇（在T1601上塔下部引出部分甲醇液，此部分甲醇仅饱和了CO2，经E1607、E1604、 D1602后进入）从闪蒸的CO2物流中除去。在硫化氢浓缩塔T1603的下段，CO2利用气提气（氮气）从甲醇中气提出去（第一次氮气气提）以提高富H2S气中的H2S浓度。通过气提作用，溶解热得到回收，外部冷量消耗相应减少。
塔顶部的尾气（主要为高浓度CO2和N2）在复热后送水洗塔尾气洗涤塔T1607洗涤去除甲醇后被送出界区。
(5)为了改进（4）部分的气提，从硫化氢浓缩塔T1603上段来的甲醇经P1601、E1608、E1606、D1604被较热的甲醇加热后送回下段。
(6)来自（4）出硫化氢浓缩塔T1603经P1603、S1601、E1619的冷甲醇富液被再生成的甲醇加热到常温，然后进入T1606氮气气提塔用氮气气提（第二次氮气气提）以进一步提高富H2S气中的H2S浓度。
(7)从（6）出来的低温富甲醇经E1610被加热后进入甲醇热再生塔T1604（8），再生甲醇被冷却后再
此进入甲醇洗涤塔T1601使用。
(8) 在甲醇热再生塔T1604中，所有溶解的酸性气被甲醇热再生塔T1604再沸器中由蒸气加热产生的甲醇蒸汽气提出去，得到再生的贫甲醇用泵送到甲醇洗涤塔，蒸发的甲醇在H2S浓缩塔顶部被冷却下来。
(9) 来自出D1601（1）的甲醇/水混合物进入甲醇/水分离塔T1605分离成甲醇（顶部）和废水（底部）。塔底液被蒸汽加热后作为贫甲醇液去回流。
由塔顶出来的甲醇送往甲醇热再生塔T1604，塔底出来的废水经冷却后送出界区，这部分废水中包含了原料中所包含的杂质。
(10) 为保证合适的尾气排放，来自硫化氢浓缩塔T1603 (4)的尾气经原料气冷却器E1601 (1)回收冷量后送尾气洗涤塔T1607除去甲醇。用锅炉给水作为洗涤水进行洗涤。吸收了甲醇的洗涤水由尾气洗涤塔T1607出来送去甲醇/水分离塔T1605回收其中的甲醇。
(11)尾气水洗
经原料气换热器E1601（2）加热后的尾气进入尾气洗涤塔T1607（11）以脱除尾气中的甲醇。一部分洗水用凉的锅炉给水。该塔塔顶经处理的尾气达标排放。一部分尾气走旁路以减少锅炉给水。
从塔底出来的含甲醇水被废水加热后被送到甲醇/水分离塔T1605（10）以回收甲醇。
为了维持该系统的PH值，防止腐蚀，喷入少量NaOH溶液。碱液在氢氧化钠贮槽中配制，用氢氧化钠喷射泵打入系统中。
(12)其它
为了降低甲醇消耗，本工段还设有废甲醇槽。将收集在集管内的所有排放甲醇或泄漏甲醇汇入废甲醇槽。内设潜液泵使废甲醇循环回工艺系统进行处理。
定期补充的新鲜甲醇来自甲醇贮罐及相应的甲醇补充泵。
如果低温甲醇洗工段停车，甲醇贮罐也可以用来收集来自工艺界区的排放甲醇。
主控样点
样品名称取样位置
A2601变换气自变换来T1602入口
A2602循环气 C1601后冷却器E1602出口
A2610净化气 T1601顶部出口
A2619贫甲醇 E1610出口
A2623酸性气体 E1614出口
2625废水 T1605底部E1620后
净化（低温甲醇洗）工艺流程说明
1.工艺作用：在甲醇吸收塔中在-68℃低温条件下吸收变换气中的H2S、COS和大部分CO2，使
气体中的CO2降至～2.75%，H2S+COS＜0.1ppm。酸性尾气送硫回收工序处理。
其原理是利用二氧化碳和硫化氢以及硫氧化碳在低温下在甲醇中溶解度较大，有选择的吸收从而脱除。
2.工艺流程：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。
2.1原料气的预冷
来自变换工号的变换气（流量：100747NM3/h;温度:40℃；压力:5.6MpaA；组成：(mol%) H2: 46.02; CO: 19.02;CO2: 31.4;H2S: 0.23）,与来自循环气压缩机K2601经E2602冷却的气体混合，混合气喷入新鲜甲醇以除去变换气中饱和的水分，此混合物进入原料气冷却器E2601壳程，被管程两股物料冷却至-18℃后入分离罐V2601，出V2601的气体入甲醇洗涤塔C2601，液相甲醇/水分离系统。
2.2原料气中CO2、 H2S等组分的脱除
进入C2601的原料气在下塔与来自上塔的富二氧化碳甲醇溶液逆流接触，除去原料气中H2S、COS等硫化物，被脱除掉H2S的原料气进入上塔，与-56℃的贫甲醇逆流接触除去CO2，出塔顶的净化气（-45.7℃；67795094 NM3/h；H2：68.24%（vol）；CO：27.94%（vol）；CO2: 2.98%（vol）在E2617和E2601中被复至常温后送甲醇合成工号。
由贫甲醇泵送出的贫甲醇（48℃；6.5 MpaA；200m3/h；）经水冷器E2618、2号贫甲醇冷却器
E2609、3号贫甲醇冷却器E2608，分别冷至41℃、-31℃、-56℃后入C2601上部。
在C2601上塔上部，贫甲醇吸收CO2后从第61块塔盘下部升气管塔盘处引出，进入E2606冷却至-49℃后返回C2601第60块塔板上部，从第55块塔盘下部升气管塔盘处引出甲醇溶液（-19℃），送E2605、E2606冷却至-38℃送塔第54块塔板上部。
2.3富液的闪蒸和H2的回收
出C2601上塔底部-14℃的富CO2甲醇溶液，一部分进入
下塔脱除原料气中的H2S，另一部分经2号甲醇冷却器E2617温度降至-23℃，再经氨冷器E2604冷却后进入2号循环气冷却器V2603闪蒸，出C2601下塔底部的-15℃的富H2S甲醇溶液进入甲醇换热器E2607和E2603中冷却后进入1号循环气闪蒸罐V2602出V2602、V2603闪蒸汽混合后（-30℃）送循环气压缩机K2601压缩。压缩后气体经E2602冷却至常温返回E2601前原料气管线。
2.4 CO2的脱除
进入硫化氢浓缩塔C2603解析CO2的物料有以下几股：
来自V2602的富H2S甲醇溶液进入第41块塔板上部
来自C2603升气管塔盘处用P2601泵抽出的最低温度的污甲醇液传递给E2608中新鲜甲醇冷量后，再经E2606升温后进入V2607中闪蒸。出V2607的闪蒸气与液均引入C2603下塔上部（第33块塔盘上部）。
来自2#循环气闪蒸罐V2603的不含硫的甲醇溶液进入塔顶作回流液。
为了提浓甲醇再生塔出口的H2S浓度，送入C2603的还有来自V2605的H2S尾气（第13块塔板处）。
为了更好的将甲醇溶液中溶解的CO2解析出来，使H2S得到浓缩，从空分引入低压氮通入C2603下塔。
2.5甲醇溶液的再生
出浓缩塔C2603底的甲醇（-38℃）通过甲醇再生塔给料泵P2603加压后，进入S2602过滤。过滤后的甲醇溶液与E2609换热回收冷量后再经E2610加热至85℃进入C2604。再生C2604底部用再沸器E2611加热。塔顶再生气经E2612水冷器冷却，再在V2606中分离，液体由P2606加压进入C2604顶作为回流液，气相进入E2614和液氨冷器E2613冷却后在V2605中分离，出V2605气相与E2614中的H2S尾气换热后送老系统硫回收装置，液体返回C2603中。
2.6甲醇/水分离
来自V2601的甲醇/水混合物送至E2616甲醇/水加热器后，在经V2609分离掉溶解在其中的CO2后，进入C2605第21块塔板顶部，来自废甲醇罐V2608的废甲醇经P2607后也进入第21块塔盘上部，C2605的回流液来自甲醇再生塔再生好的新鲜甲醇，此甲醇经P2605加压过滤后大部分返回去甲醇洗涤塔的再生甲醇中，另有一小部分进C2605顶作为回流液。
主控样点
样品名取样位置
A2601变换气自变换来E2601入口
A2602循环气 K2601后冷却器出口
A2610净化气 C2601顶部出口
A2619贫甲醇 E2610出口
A2623酸性气体 E2614出口
A2625废水 C2605底部
A2626贫甲醇 C2604底部P2605入口
甲醇合成工艺流程说明
1.甲醇车间概述
甲醇车间由净化工段、硫回收工段、甲醇合成工段、甲醇精馏工段、中间罐区、成品罐区及灌装站组成，主项包括：低温甲醇洗706、硫回收705、冷冻工段223、甲醇合成 801、甲醇精馏802、氢回收803、压缩机厂房672（合成压缩机和丙烯压缩机）、中间罐区804、成品罐区191、甲醇产品灌装站（火车灌装站504A、汽车灌装站504B）。
净化工段采用linde低温甲醇洗专利技术（Rectisol），能耗较低，气体净化度高，可将合成气中的CO2脱至2.75%左右，H2S小于0.1ppm。而且溶剂吸收能力大，循环量小，能耗省，溶剂价格便宜，操作费用
低。该法缺点是在低温下操作，设备所用的低温材料要求较高，装置投资较高。
硫回收采用荷兰荷丰的超优克劳斯硫回收专利技术，处理来自低温甲醇洗的含硫化氢酸性气体，该技术可使尾气中硫化氢、二氧化硫排放指标达到国家强制性排放标准，同时生产固体硫磺产品。
甲醇合成与精馏工艺采用丹麦Topsoe（托普索）公司的甲醇合成与精馏专利技术，精馏为改进的节能型三塔双效精馏工艺。设计生产能力为年产60万吨精甲醇，产品质量达到国标GB338—2004优等品标准和O－M－232E美国联邦标准AA级。
二、车间工艺路线简述
来自变换的原料气先经预冷回收冷量，后进入吸收塔，在吸收塔与甲醇洗涤液逆流接触，气体中的H2S、COS和部分CO2等组分被脱除后，使气体中的CO2降至2.75（v）%，H2S+COS＜0.1ppm后送入合成工段。
洗涤塔内的洗涤液甲醇富含CO2和H2S，经闪蒸释放出有效气体CO和H2S后回收利用，溶液再经氮气气提释放出大量的CO2，气体CO2经回收冷量后排出界外，溶液经热再生释放出含H2S 的酸性尾气后，再经冷却后完成再生。再生塔底的甲醇/水溶液经醇水分离，甲醇蒸汽返回热再生塔作为气提气。再生的贫甲醇溶液回收释放气体的冷量冷却后返回洗涤塔循环利用。酸性尾气送硫回收工序处理。
来自低温甲醇洗工段的酸性气体中的硫化氢经氧化燃烧部分转化为二氧化硫，工艺过程中维持H2S/SO2比值稍高于化学计量值，然后经过两级常规克劳斯反应和一级超优克劳斯使H2S和SO2（包括部分COS）转化为液态硫磺和水，未转化的H2S在超级克劳斯催化反应器中进一步氧化生成单质硫和水。尾气送尾气焚烧炉焚烧后达标排放。
来自净化的甲醇合成新鲜气与来自高压分离器的循环气分别经压缩机加压、中间换热器预热后，汇合进入甲醇合成塔，在甲醇合成塔内进行合成反应。出塔的合成气与进塔原料气换热回收热量后经过进一步冷却及气液分离后，气体去循环压缩机增压。液体甲醇减压后送入粗甲醇储槽准备精馏。
粗甲醇用泵送入预精馏塔，在预精馏塔内除去轻质组分。塔顶设置两级冷凝回收甲醇，不凝气送火炬燃烧。塔底甲醇加压后送入低压塔。低压塔顶甲醇蒸汽冷凝后，回流入塔，从低压塔侧线采出一部分作为产品送往精甲醇中间罐。低压塔底的甲醇液用泵送人加压塔。加压塔和常压塔属双效精馏，加压塔塔顶蒸汽冷凝热作为常压塔再沸器热源同时自身被冷凝。加压塔塔顶气相冷凝液一部作为产品送往精甲醇中间罐，另一部分回流入塔。塔底废水循环利用。
精甲醇中间槽的产品经检验合格后泵送入成品储槽，再经灌装泵加压后送入火车或汽车灌装站灌装销售。
2.甲醇合成
2.1工艺任务
低温甲醇工段来的新鲜合成气经合成气压缩机（K2001/K2002）加压后，在一定的压力、温度及铜基
催化剂的作用下合成甲醇，反应后的气体经冷却、冷凝分离出产品粗甲醇，未反应的气体进入K2002加压后返回合成塔（R2002），甲醇合成放出的反应热用于副产中压饱和蒸汽。
2.2工艺流程
a.来自低温甲醇洗工段的新鲜原料气（5.2 MPa g，30℃）与来自氢回收的渗透气（富氢气）混合，进入合成气压缩机（K2001）一段压缩至8.05-9.05 MPa g，87℃，随后和喷入的一小部分高压锅炉给水（9.4 MPa g，133℃）混合,一起（8.05-9.05 MPa g，77.7-94.2℃）进入第一原料气中间换热器E2001，加水是为了保证下游的脱硫罐R2001中COS水解，原料气在第一原料气中间换热器E2001中被来自甲醇反应器R2002的气体加热，原料气预热后（8.0-9.0 MPa g，210-230℃）进入脱硫罐R2001，按照以下反应脱除COS和H2S：
COS + H2O = CO2 + H2S
H2S + ZnO = H2O + ZnS
脱硫罐是一个装有ZnO脱硫剂的简单的固定床反应器，采用托普索HTZ-4催化剂。
b.来自循环气压缩机K2002的循环气(8.0-9.0 MPa g，47℃)在第二原料气中间换热器E2002被预热至210-230℃。然后与来自脱硫罐R2001温度为212℃的原料气混合。
c.混合后的合成气(7.95-8.95 MPa g，211-230℃,)由顶部进入甲醇反应器R2002，在此，氢气、一氧化碳、二氧化碳按照以下反应式转化为甲醇：
CO+ 2H2 CH3OH +Q
CO2 + 3H2 CH3OH + H2O +Q
另外还发生一些非常有限的副反应，形成少量的反应副产物，这些副产物的沸点有的比甲醇低，有的比甲醇高。
主要的副反应有：
2CO+4H2=CH3OCH3+H2O
2CO+4H2=C2H5OH+H2O
CO+3H2=CH4+H2O
nCO+2nH2=(CH2)n烃类+nH2O
d.甲醇反应器R2002出口反应气体的温度约为230-260℃，分为两部分，分别在第一和第二原料气中间换热器E2001和E2001被合成新鲜气和循环气冷却到130-127℃和120-117℃，此时有少部分的甲醇冷凝下来，然后两部分气体汇合，混合温度123-120℃，进入循环水冷却器E2005中被进一步冷却至40℃，此时大部分甲醇冷凝下来，气液混合物在高压分离器B2002气液分离后，底部出来的粗甲醇经液位调节阀控制液位并减压进入低压分离器B2003。
e.原料气中包含少量的惰性气体，如N2、Ar、CH4等，为了防止这些气体在合成循环气中累积，必须把
这些气体的一部分从循环气中排放出去，这些要清除的气体从高压分离器B2002单独抽出，在此惰性气浓度最高。排出的弛放气进入驰放气水洗塔内，水洗塔为填料塔，驰放气在水洗塔内与洗涤水充分接触，吸收驰放气中的甲醇后，送入氢回收装置回收氢气，然后渗透气送回到甲醇合成单元回收利用，非渗透气体（尾气）和低压分离器产生的膨胀气混合后送往工厂燃料系统，作为硫回收的燃料气。洗涤塔底的稀甲醇送往精馏回收甲醇。
f.来自B2002排放惰性气后的合成气(7.6-8.55 MPa g，40℃)经循环气压缩机K2002加压到8.0-9.0 MPa g，47℃，进入E2002加热后进行循环。
g.粗甲醇进入低压分离器B2003进行闪蒸，以除去液体甲醇中溶解的大部分气体，然后粗甲醇（约89t/h）被送往中间罐区的粗甲醇罐T2301，再用粗甲醇泵P2301送往精馏工段。
h.甲醇合成反应是强放热反应，反应热经甲醇合成反应器R2001壳侧的饱和水汽移出。甲醇合成反应器壳侧副产2.7－3.88MpaG的饱和蒸汽，进入汽包B2004，再经调节阀调压后，送饱和中压蒸汽管网（2.6 MPa g），汽包B2004和甲醇合成反应器R2002为一自然循环式锅炉。
汽包B2004所用锅炉给水温度133℃，压力4.5MpaG，来自变换工段，甲醇合成反应器R2002内合成触媒的温度通过调节汽包的压力进行控制。
为控制汽包内炉水的总溶固量及防止结垢，除连续加入少量磷酸盐外，还连续排放部分炉水，排出的汽包废水进入排污罐B2001，再经排污冷却器E2006冷却至50℃后排入界外。
合成触媒的升温加热，靠开工喷射器J2001加入过热中压蒸汽进行，过热中压蒸汽的压力为3.8MpaG，温度249℃。过热中压蒸汽经开工蒸汽喷射器J2001后进入合成塔，带动炉水循环，使触媒温度逐渐上升。
合成触媒使用前，需用合成新鲜气进行还原，还原方程式主要为：
CuO+H2=Cu+H2O
触媒升温还原的载体采用氮气，由开工管线加入合成气来调节入塔气的氢气浓度。在合成新鲜气的管线上配备有小阀，便于根据不同的还原阶段控制H2的含量。
还原过程中生成的水分，含少量的触媒粉末和其他杂质，收集于高压分离器B2002中，经计量过滤后，排至污水处理系统。
主控样点
样品名称取样位置
S2702合成塔出口气R2002（合成塔）出口
S2703合成气R2002入口前管线
S2706粗甲醇 B2003（低压分离器）出口
甲醇合成工艺流程说明
1.工艺任务：将合成气的有效成分H2、CO、CO2，在～8.9MPa压力、220～260℃条件、铜催化剂的催
化作用下合成为甲醇。甲醇的单程转化率比较低，出合成塔的气体在分离甲醇后经加压再进入合成塔。
2.生产流程：从低温甲醇洗送来的新鲜原料气(5.5Mpa、40℃、68060Nm3/h)
先进入脱硫剂罐（V2701），经常温氧化锌进一步脱硫后，与来自循环气压缩机出口的循环气混合后，进入中间换热器（E2701）壳程与来自二级废锅（E2704）的高温出塔气体换热，换热后的气体从顶部进入甲醇合成反应器（R2701）。在甲醇合成反应器中发生如下反应：
CO﹢2H2→CH3OH﹢Q
CO2﹢3H2→CH3OH﹢H2O﹢Q
生成甲醇和水，放出大量的热，同时还会有少量的有机杂质生成，反应后的气体从R2701底部排出。
出R2701的气体经一级废热锅炉（E2703）换热后温度达到200℃，再经过废热锅炉（E2704）换热，温度降为160℃后进入中间换热器（E2701）管程，与换热器壳程的入塔气体换热后温度降到40℃，此时已有少部分的甲醇冷凝下来，这股汽液混合物进入甲醇分离器（V2702）进行气液分离。分离出的液体粗甲醇经减压后进入甲醇膨胀槽（V2703）进行闪蒸，这样就可以除去溶解在甲醇中的大部分气体。闪蒸后的液体甲醇送往粗甲醇贮槽（V2812A/B）。
从V2702上部出来的气体，大部分返回循环气压缩机（C2701），经加压后循环使用。另有一小部分气体要先通过驰放气洗涤塔（T2701），在T2701中用脱盐水吸收其中的甲醇，吸收液送入精馏工段，不溶气体最后经C2702（驰放气压缩机）加压后送往老厂界区。来自V2703的甲醇膨胀气送往火炬燃烧。
废热锅炉E2703、E2704所需的锅炉给水由锅炉给水管网提供。两级废热锅炉分别副产压力等级为1.1Mpa和0.4Mpa的蒸汽。为了控制废热锅炉内的总溶固量及防止结垢，系统配有加药装置（Y2701）及排污系统。另外本工段配有开工加热器（E2705），用于开工时合成气升温及催化剂的升温还原（催化剂的升温还原详见第三节）。
还原过程中生成的水分，含少量的触媒粉末和其它杂质，收集于甲醇分离器（V2702）中，经计量过滤后，排至污水处理系统。
主控样点
样品名称取样位置
S2702合成塔出口气R2701出口（合成塔）
S2703循环气E2701入口（中间换热器）出口气
S2706粗甲醇 703出口（甲醇膨胀槽）
甲醇精馏工艺流程说明
1.精馏概述
合成工段生产的粗甲醇中含有水分、二甲醚、烷烃、高级醇以及溶解气等杂质，需要经过精制才能作
为精甲醇产品出售。本工段的任务就是将粗甲醇通过精馏提纯为符合美国AA级及GB338-2004标准的精甲醇产品。
精甲醇精馏工艺流程是根据对产品不同的质量要求而定的，一般可分为单塔，双塔以及三塔流程。如产品为燃料级甲醇可用单塔，如果要得到质量较高的甲醇产品，可采用双塔流程或三塔（预塔、常压塔、加压塔）流程。其中三塔流程能耗是两塔流程的60～70%。投资比双流程高15%左右，产品纯度更高；大型甲醇装置近年来多采用三塔流程。本装置采用节能型的三塔双效精馏工艺。
2.工艺原理及工艺流程
2.1原理：精馏是指由挥发度不同的组分组成的混合液，在精馏塔内同时而且多次进行部分汽化和部分冷凝，使其分离成几乎纯态组分的过程。
精馏的基本原理是利用混合物各组分挥发度不同，从精馏塔底加热物料，产生上升蒸汽与塔顶冷凝下来的回流液在塔板或填料上进行充分的逆流接触，发生传质传热的过程，易挥发组分汽化进入气相，难挥发组分冷凝进入液相，如此反复多次使混合物各组分得到分离。粗甲醇的精制在三个精馏塔内进行，有机杂质分别浓缩在气相和液相废料中。
2.2流程描述:
a.甲醇合成系统的粗甲醇产物经过粗甲醇贮槽T2301进入精馏界区，该贮槽有一个排放气洗涤塔F2301，洗涤水（2537kg/h，0.35 MPa(g)，40℃）来自加压甲醇塔F2103，从T2301排出的气体通过排放气洗涤塔F2301,气体被水洗涤，气体中>99% 的甲醇被回收。少量的甲醇气体随排放气（431Nm3/h）排放出去。
粗甲醇泵P2301A/B将粗甲醇原料（98968kg/h，0.3 MPa(g)，42.3℃）送至预精馏塔F2101的第6块塔板。预塔F2101的作用是除出粗甲醇中残余溶解气体以及二甲醚、甲酸甲酯等为代表的轻于甲醇的低沸点物质。塔顶蒸汽（0.07MPa(g)，77.6℃）先进入预塔塔顶冷凝器E2102(空冷器)冷却至60℃，将塔内上升气中的甲醇大部分冷凝下来,产生的气体/液体混合物在预塔塔顶回流罐B2101被分离。气体部分即部分未冷凝的甲醇蒸汽、不凝气及轻组分进入塔顶不凝气冷凝器E2109被冷却至60℃，其中绝大部分的甲醇冷凝回收，不凝气则通过压力调节阀PV2102控制，排至火炬总管焚烧处理或作为燃料使用。在预塔回流槽中，还加入少量的精馏废水（5000kg/h，40℃）对甲醇的共沸物进行萃取。
来自预塔塔顶回流罐B2101的液体(107645kg/h 60.2℃)的绝大部分经预塔回流泵P2104A/B加压后回流至F2101的顶部，为防止轻组分在系统中累积，其中一小股液流(124kg/h）被采出送至甲醇油罐T2302。预塔F2101所需的热量由预塔再沸器E2101的低压蒸汽（0.7 MPa(g)，饱和蒸汽）来提供，预塔F2101塔底的富甲醇液（109442kg/h，0.10MPa(g)，84.5℃）中主要包含甲醇、水和少量的乙醇以及其他的高级醇，经预塔甲醇泵P2101A/B送往低压甲醇塔F2102。
预塔F2101塔顶/塔底操作压力0.07/0.10MPag，塔顶/塔底操作温度为77.6/84.5℃。
为了防止粗甲醇中酸性物质对设备的腐蚀及促进胺类和羰基物的分解，在预塔进料泵进口管线，通过加碱装置（X2003）加入适量的浓度为2-5% NaOH溶液，碱液在配碱槽（SS，一台，1m3）中配制，由碱液泵（柱塞泵，1开1备）加入。保持预塔底甲醇的PH值在7-9。
在低压甲醇塔F2102，塔顶的甲醇蒸汽经低压塔塔顶冷凝器E2104(空冷器)冷却至63.6℃后进入低压塔回流槽B2102。顶部的产品原则上是甲醇，然而比甲醇更易挥发的微量的副产物也在塔顶被浓缩，为了控制酮等微量副产物在低压甲醇塔F2102的浓缩累积，将回流液（182889kg/h， 64℃）中的少量（123kg/h，64℃）再送回到预塔塔顶回流罐B2101。而甲醇产品（55827kg/h， 67.8℃）在比塔顶塔板低几块塔板的地方以液态采出，在此位置挥发物杂质的浓度更低。低压甲醇塔F2102塔底的产品（53492kg/h， 80.1℃）是甲醇和水的混合物，但也包含少量的比甲醇更难挥发的副产重组分，塔底产品用中压甲醇塔原料泵（P2105A/B）送往中压（常压）甲醇塔F2103。常压塔F2103侧线采出的产品甲醇，经常压塔产品冷却器E2107冷却至40℃。
低压塔F2102塔顶/塔底操作压力0.01/0.06MPag，塔顶/塔底操作温度为66.1/80.1℃。
中压甲醇塔F2103塔顶甲醇蒸汽进入冷凝器/再沸器（E2105），作为低压塔（F2102）的热源，甲醇蒸汽（190592kg/h，0.20MPa(g)，95℃）被冷凝后进入中压塔回流槽（B2103），一部分由中压塔回流泵（P2106A/B）升压后送至中压甲醇塔F2103顶部作为回流液，其余部分（44105kg/h， 94.3℃）经中压塔产品冷却器（E2107）冷却到40℃以下作为精甲醇产品送至精甲醇中间槽（T2303A/B）。
比甲醇难挥发和比水易挥发的高级醇在中压甲醇塔F2103的下部被浓缩，为了避免高级醇在产品甲醇中含量太高，在中压塔下部高级醇浓度最高的8#、12#、14#塔板上设侧线采出口，采出一部分液体（2209kg/h，108℃），采出的这些高级醇连同从预塔塔顶提取的酮混合在一起后，混合物（2334kg/h，106℃）经甲醇油冷却器E2106冷却至40℃再送往甲醇油罐T2302。这些甲醇油可以作为燃料使用。原料中的水在塔底被浓缩，作为塔底产品（7178kg/h， 141℃）经精馏废水泵（P2106A/B）排出。
中压塔的顶/底操作压力为0.20/0.27MPa(G)，塔顶/塔底温度为95/141℃。
当中压甲醇塔F2103塔底水中甲醇浓度低于50ppm（重量）后被送出界区。
在精馏塔顶，低沸点组分聚集，为防止在低压甲醇塔F2102塔顶和中压甲醇塔F2103塔顶聚积，将低沸点的气体组分排放。
中压甲醇塔F2103提高压力操作是为了能使塔顶蒸汽的冷凝热被用于低压甲醇塔F2102再沸器，中压甲醇塔F2103需要的热量由中压甲醇塔再沸器E2105中的低压蒸气的冷凝热提供。
低压塔F2102和中压塔F2103采出的产品甲醇，在中压塔产品冷却器E2107和低压塔产品冷却器E2108被冷却后两股产品混合，在产品精制单元X2301精制，然后送往甲醇产品中间槽T2303（99932kg/h， 40℃），后经甲醇产品输送泵P2302A/B送往成品贮槽。
精馏工段排出的甲醇蒸汽或含醇废气进入排污槽，经鼓泡吸收其中甲醇以后排至火炬燃烧，排污槽
内的淡甲醇溶液以及本工段所有排净液收集于布置在地下的废液收集槽,经由废液泵(P2111)送至粗甲醇贮槽。
主控样点
样品名称取样位置
S2803 粗甲醇T2301（粗甲醇储槽出口）
S2814、S2815、 S2816精甲醇低压塔F2102和中压塔F2103
产品精制单元X2301出口管线
甲醇精馏工艺流程说明
1.工艺任务：合成得到的粗甲醇含有各种高级醇和水，需要精制才能作为优质产品出售。本工序的任务就是通过精馏提纯甲醇。精馏就是利用不同物质沸点的差别，分离不同沸点物质的过程。
2.生产过程：自甲醇合成工段V2703来的粗甲醇先进入粗甲醇贮槽（V2812A/B）。再经预塔进料泵（P2812A/B）送至预精馏塔（T2801）。在进入T2801前，先通过粗甲醇预热器（E2810）预热，以回收蒸汽凝液的热量。预精馏塔为填料塔，粗甲醇在此塔中除去其中残余的溶解气体以及以二甲醚为代表的低于甲醇的低沸物。
预精馏塔顶部设置两个冷凝器，预精馏塔一级冷凝器（E2802）和预精馏塔二级冷凝器（E2803）。一级冷凝器将塔内上升气中的甲醇大部分冷凝下来进入预精馏塔回流槽（V2809）,V2809内甲醇再经预精馏塔回流泵（P2802A/B）送入T2801作为回流。E2802壳侧的不凝气及轻组分、部分未冷凝甲醇蒸汽进入E2803进一步冷却至约40℃，将其中的大部分甲醇冷凝回收，进入甲醇解析器（V2810）中用脱盐水进行萃取，萃取出的甲醇和水自流入V2809。萃取液主要为油性组分—甲醇油，自流入甲醇油贮槽（V2814）,由甲醇油输送泵（P2813A/B）送入槽车运走。E2803的不凝气则通过压力调节后排至火炬总管燃烧。
为了防止粗甲醇中酸性物质对设备的腐蚀，通过柱塞式碱液泵（P2806）从碱液贮槽（V2806）向T2801的下部高温部分加入一定量的稀碱液，保持预精馏塔底部甲醇的PH值在8.5左右。预精馏塔底部由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器（E2801）向塔内提供热量。
预精馏塔T2801的操作压力约0.055Mpa，塔顶操作温度约71.4℃，塔底操作温度约79.1℃。
出预精馏塔T2801底部的甲醇，经加压塔换热器（E2812A/B）换热后，进入T2802中部。加压塔为填料塔，塔顶蒸汽进入冷凝器/再沸器（E2806）和出T2803底部的甲醇液换热，作为常压塔（T2803）的热源。该甲醇蒸汽被冷凝后进入加压塔回流槽（V2802），在其中经循环水稍加冷却后，一部分经加压塔回流泵（P2803 A/B）加压后送至T2802顶部作为回流液，其余部分经过加压塔冷却器（E2804）冷却至40℃以后，作为AA级精甲醇产品送往精甲醇中间槽（V2807 A/B）。
T2802塔底由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器（E2805）向塔内提供热量。加压塔顶操作压力0.8 Mpa （G），塔顶操作温度132℃，塔底操作温度141℃。
T2802塔底排出的甲醇液经与加压塔进料流股换热后送至常压塔（T2803）。常压塔为填料塔和板式塔的复合塔，上部为填料段，下部为板式段。从T2803塔顶出来的甲醇蒸汽经常压塔冷却器（E2808）冷却至40℃后，进入常压塔回流槽（V2803），再经常压塔回流泵（P2808A/B）加压后，一部分送往常压塔塔顶作为回流液，其余部分作为AA级精甲醇产品送往V2807 A/B。
在T2803的塔板段设置有中间出料，该中间出料先自流入汽提塔进料槽（V2801），槽下部的液体经汽提塔进料泵（P2814 A/B）加压后送入汽提塔（T2804）中部；V2801槽上部的挥发气体则进入PG28001工艺管线。
T2803塔顶压力0.05 Mpa（G），塔顶温度67.45℃，塔底温度114℃。
T2804是复合塔，包含填料段和塔板段，塔板段在塔的中部，共有20块塔板。出T2804的塔顶蒸汽和出V2802的甲醇蒸汽混合后经汽提塔冷凝冷却器（E2809）冷却至40℃，自流入汽提塔回流槽（V2811），V2811内的甲醇经汽提塔回流泵（P2809 A/B）加压后，一部分送往T2804顶作为回流，其余部分作为精甲醇产品送至V2807 A/B。
T2804塔板段中上部设有侧线采出，采出异丁基油和乙醇，经汽提塔出料冷却器（E2814）冷却后进入甲醇油贮槽（V2814），与来自V2809、V2810的甲醇油混合后由甲醇油泵送入槽车运走。T2804塔底由低压蒸汽加热的热虹吸式再沸器（E2811）向塔内提供热量，塔底排出的废水，含有少量的甲醇经废水冷却器（E2807）冷却后，由废水泵（P2805 A/B）送至废水处理装置。
汽提塔T2804的塔顶压力0.013Mpa，塔顶操作温度约67.45℃，塔底操作温度约111℃。
本精馏工段设置有一废液收集槽（V2804），T2801、T2802、T2803、T2804、V2803、V2811排放的甲醇蒸汽在V2804内通过水洗涤吸收，不凝气送往火炬焚烧处理。洗涤液和系统的排净液收集于布置在地下的废液收集槽（V2805），然后经由废液泵（P2811）加压后送往V2812 A/B。V2805内的挥发气体通过地下槽水封罐V2818经CW充分吸收后，不溶气体放空。
3、甲醇中间罐区
甲醇中间罐区设置有四个贮槽。两个粗甲醇贮槽V2812A、V2812B，两个精甲醇中间槽V2807A、V2807B。
V2812 A/B用来贮存粗甲醇和接受不合格的精甲醇和系统排放液。粗甲醇贮槽中的粗甲醇经P2812A/B 加压后送入精馏工段进行精馏。
精甲醇中间贮槽（V2807A/B）接受从T2802、T2803、T2804、采出的精甲醇产品，该贮槽内的精甲醇在分析合格后经过精甲醇泵（P2807 A/B）送往甲醇贮罐（V3001 A/B）。
甲醇贮罐的产品甲醇，分别经由甲醇汽车装车泵（P3001 A/B）送往汽车站台装车及送往二甲醚合成工段；经由甲醇火车装车泵（P3003 A/B/C）送往火车站台装车。另外甲醇罐区设有甲醇地下槽（V3002），收集来自于V3001 A/B的含醇废液，通过甲醇地下槽泵（P3002）送往甲醇精馏工段。
主控样点
样品名称取样位置
S2803 粗甲醇V2812A（粗甲醇储槽）
S2814、S2815、 S2816精甲醇气提塔回流液、加压塔E2804出口、常压塔P2808
出口
煤制烯烃技术大全 我国的能源结构是“富煤、缺油、少气”, 石油资源短缺已成为我国烯烃工业发展的主要瓶颈之一。国民经济的持续健康发展要求我国企业必须依托本国资源优势发展化工基础原料, 煤制烯烃技术是以煤炭替代石油生产甲醇, 进而再向乙烯、丙烯、聚烯烃等产业链下游方面发展。国际油价的节节攀升使MTO/MTP 项目的经济性更具竞争力。采用煤制烯烃技术代替石油制烯烃技术,可以减少我国对石油资源的过度依赖, 而且对推动贫油地区的工业发展及均衡合理利用我国资源都具有重要的意义。 技术进展 煤经甲醇制烯烃工艺主要由煤气化制合成气、合成气制取甲醇、甲醇制烯烃三项技术组成。煤经气化过程生成CO 和H2 ( 合成气) , 然后合成甲醇, 再借助类似催化裂化装置的流化床反应形式,生产低碳烯烃( 乙烯和丙烯) 。其中, 为满足经济规模甲醇制烯烃装置所需的大型煤气化技术、百万吨级甲醇生产技术均成熟可靠, 关键是甲醇制烯烃技术。目前, 世界上具备商业转让条件的甲醇制烯烃技术的有美国环球油品公司和挪威Hydro 公司共同开发的甲醇制低碳烯烃( MTO)工艺、德国Lurgi 公司的甲醇制丙烯( MTP) 工艺、中国科学院大连化学物理研究所的甲醇制低碳烯烃( DMTO) 工艺。这三种工艺虽然还没有工业化装置运行, 但经多年开发, 已具备工业化条件。
第一部分 MTO装置介绍 1.MTO装置主要组成部分 MTO装置可年处理180万吨甲醇，年生产60万吨烯烃产品。其以甲醇为原料，经过MTO反应单元，在催化剂作用下，生成多种烃类、水、和其它杂质，反应后物料进入急冷塔和水洗塔，裂解气中水在急冷塔和水洗塔脱除后，裂解气进入烯烃分离单元，裂解气在烯烃单元被进一步除去杂质，并经过冷却、精馏，分离出乙烯、丙烯、碳四、碳五、燃料气。其中液体产品进入烯烃罐区储存，燃料气进入瓦斯管网供各用户使用。MTO装置包括三部分，即甲醇制烯烃单元、烯烃分离单元和烯烃罐区。 2.MTO装置平面布置 MTO主装置位于煤制烯烃项目用地的东面，东邻第三循环水厂，西邻PP装置，北面为净水厂，占地面积390×200m2。烯烃罐区东邻第一循环水厂，北为MTO装置二期预留地，具体位置如下。 ：
现代煤化工煤制乙二醇技术概述 摘要：本文主要研究现代煤化工中煤制乙二醇的技术。简单介绍了乙二醇的性质和用途，以及其制备技术的发展现状；对煤制乙二醇技术中的直接合成法及间接合成法做了概述；讨论了煤制乙二醇技术在发展过程中存在的问题；讨论了我国在乙二醇工艺技术中的现状。 关键字：煤制乙二醇；直接合成法；间接合成法；草酸酯法；现状 引言 乙二醇是一种重要的大宗基础有机化工原料，可用于生产多种化工产品，如聚酯纤维、防冻剂、不饱和聚酯树脂、润滑剂、增塑剂、非离子表面活性剂、炸药、涂料和油墨等，应用领域非常广泛。 在中国，乙二醇主要作为聚酯及防冻液的原料，其中聚酯消费占90%以上，2013年国内乙二醇进口量825万t，进口依存度高达70%左右，市场缺口巨大。2014年，国内新增聚酯产能预计达500万t，将继续拉动乙二醇消费量的增长。乙二醇在中国国民经济发展中正发挥着越来越重要的作用。乙二醇的生产工艺路线按原料不同可分为石油路线和非石油路线。在现阶段，全球主要的大型乙二醇生产装置均采用石油路线，也称乙烯路线，即在银催化剂、甲烷或H2致稳剂、氯化物抑制剂存在下，乙烯直接被O2氧化生成环氧乙烷，再与水直接或催化条件下反应生成乙二醇。石油路线经过多年的发展，工艺已趋于成熟，但耗水量大，生产过程副产物多且生产原料受石油价格波动影响较大，无法摆脱对石油资源的依赖。 因此，结合中国贫油、少气和相对富煤的能源结构特点，开发一条以煤为原料、经济合理的乙二醇合成工艺路线，符合中国的可持续发展战略。目前，国内掀起了开发煤基乙二醇的热潮，煤制乙二醇技术已经成为煤化工行业关注的焦点。
1乙二醇制备技术简介 1.1乙二醇性质简介 乙二醇(EG)是一种重要的石油化工基础有机原料，又名甘醇、亚乙基二醇，分子式为HOCH2CH2OH，是无色透明、稍带甜味的黏稠液体。乙二醇是最简单和最重要的脂肪族二元醇，主要用于生产聚酯和各类抗冻剂，前者用于制造纤维、薄膜和聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)树脂;其它用途则包括解冻液、表面涂层、照像显影液、水力制动用液体以及油墨等行业。高纯乙二醇可用做过硼酸铵的溶剂和介质，还可用于生产特种溶剂乙二醇醚。 1.2乙二醇制备的技术发展现状 目前，我国主要采用以下几种方法来制备乙二醇 1.1生物质发酵制备乙二醇 本工艺主要是将多糖、淀粉、秸秆等生物质混合发酵后制备多元醇，采用可再生能源作为原材料，具有广阔的应用前景目前，我国有多家科研单位和企业从事相关工作，如大连化物所采用玉米秸秆为原料制备了乙二醇、丙二醇等化工醇产品。 1.2石油路线制备乙二醇 该方法为目前世界上工业乙二醇生产中最为常用的一种方法该工艺以石油裂解产物乙烯为原料，经氧化后制得环氧乙烷，环氧乙烷水合后得到产物乙二醇，产品的收率可达90%以上。 1.3半石油路线制备乙二醇 该方法是石油路线的优化和改进，具有效率高和能耗小的优点，但是目前还没有实现工业化生产，仍在实验室中试阶段该方法采用环氧乙烷为原料，和二氧化碳反应生成碳酸乙烯醋，经过水解得到目标产物乙二醇。
烧结砖厂生产工艺流程及原理 烧结砖生产工艺过程总的来讲有原料的制备、坯体成型、湿坯干燥和成品培烧四部分组成。各部分的重要性总的概括起来说,原料是根本，成型是基础，干燥是保证，焙烧是关键。这四部分是互相依存关系。 页岩→皮带机配内燃料→锤式破碎机破碎→笼筛筛分→双轴搅拌机搅拌→陈化库陈化→双轴搅拌机搅拌(两级）→真空挤砖机挤出成型→切条→切坯→分坯→机械码窑车→回车线自然干燥→隧道窑干燥焙烧→成品出窑→成品堆场。 一、原材料 (一) 原料化学成份 评价某种物料是否能生产出烧结砖,其主要取决于它的物理性能，而化学成份对制品的性能具有间接的影响。在判断原料性能时,化学的成份分析可以作为判断的参考依据。化学分析通常测定二氧化硅、三氧化二铝、三氧化二铁、氧化 （二氧化硅)是烧结砖原料中的主要成份，钙、氧化镁、硫矸和烧失量等。SiO ２ 含量在55～70%之间,超过此含量时,原料的塑性大为降低制品的强度极限。Aｌ O３（三氧化二铝）在制品原料中的含量以１0~20%为宜，低于１０%时制品的2 力学强度降低，高于２0％时，虽然制品强度较高,但烧成温度也高，耗煤量加大,并使制品的颜色变淡。Ｆｅ2O3（三氧化二铁）是制砖原料中的着色剂,一般含量为3～10%为宜，含量过高时会降低制品的耐火度。CaO(氧化钙)在原料中的石灰石(CaCO3）的形成出现,是一种有害物质，含量不宜超过10％,如含量过高时将缩小烧结温度的范围。当氧化钙含量大于15％时，烧结范围将缩小25℃,给焙烧操作造成困难,其颗粒较大于2ｍm时更易形成酥砖或引起制品爆裂,可导致坯体严重变形，如吸潮、松解、粉化等。MgO(氧化镁）原料中的含量不超过３%,越少越好,其化合物如硫酸镁在制品中会产生一种白色的泛霜，影响产品的质量。SO3(硫矸）在原料中的含量一般不超过1%,越少越好。硫矸在焙烧过程中的逸出,使制品发生膨胀和产生气泡的原因。其它的含硫物也对制品有害,如硫酸钙引起制品泛白和起霜，硫酸镁能引起制品泛霜和膨胀。 (二)原料物理性能 原料物理性能测试时,通常测定颗粒组成、可塑性、收缩率、干燥敏感性，烧结性等项目名称。 1、颗粒组成：原料的颗粒组成就是不同角度的颗粒在制砖原料中含量的数量化。原料颗粒的组成直接影响制砖的可塑性、收缩率和烧结性等性能影响很大,
环氧乙烷水合制乙二醇 乙二醇是合成聚酯树脂的主要原料,大家熟知的涤纶纤维就是由乙二醇与对苯二甲酸合成的。乙二醇还可用作防冻液,w(乙二醇)=55%的水溶液的冰点为-36℃,可用作中国北方冬天汽车必需的冷却液。此外,乙二醇还可用作溶剂和用于化妆品、毛皮加工、烟叶润湿和纺织工业染整等。据预测,2000年乙二醇的世界产量将达到10Mt/a。中国1995年的产量为53×１０４ t/a,到2000年将达72×１０４ t/a。 1.乙二醇生产方法综述 现在,乙二醇有多种工业生产方法,但环氧乙烷水合制乙二醇法仍占主导地位。 (1)环氧乙烷法 可用酸作催化剂,但用得较多的是加压水合: 反应中生成约10%的二乙二醇醚(二甘醇)和三乙二醇醚(三甘醇),它们是有用的化工产品,故反应所得的有用产品总产率按环氧乙烷计接近100%,生成的二乙二醇醚用作纤维素、树胶、涂料、喷漆的溶剂或稀释剂。三乙二醇醚主要用来生产刹车液。它们的售价比乙二醇还高,因此可改善生产装置的经济效益。 环氧乙烷法因环氧乙烷售价高,生产总成本也比较高。 (2)乙烯乙酰氧基化法 乙烯乙酰氧基化法又称奥克西兰(Oxirane)法,它可由乙烯为原料生产乙二醇。工艺分二步进行,第一步乙烯与醋酸反应生成乙二醇-醋酸酯和乙二醇二醋酸酯: 反应条件:反应温度160℃,反应压力,催化剂TeO２/HBr[w(HBr)=48%的水溶液]，还可用醋酸锰加碘化钾作催化剂,乙烯转化率60%,选择性95%～97%,产品分布:乙二醇二醋酸酯70%,乙二醇一醋酸酯25%,乙二醇5%。 第二步是醋酸酯水解生成乙二醇和醋酸:
反应条件为:反应温度107～130℃,压力,选择性95%。 该法的总反应式为: ２ＣＨ２=ＣＨ２＋２Ｈ２Ｏ＋Ｏ２→２ＨＯＣＨ２-ＣＨ２ＯＨ 以乙烯计的摩尔产率为94%,高于以环氧乙烷法生产乙二醇的产率。 该法虽然以廉价的乙烯作原料,但投资和能耗比环氧乙烷法高,经济上是否比环氧乙烷法好尚有争论,再加上醋酸对设备的腐蚀是一个头痛问题,催化剂的再生和回收问题也没有很好解决,致使已开工生产的a生产装置被迫停产关闭。 (3)乙烯氧氯化法 该法又称帝人(Teijin)法。由日本帝人公司开发成功,是对老式的氯乙醇法生产环氧乙烷的改进。采用TiCl３-CuCl２-HCl水溶液为催化剂。化学反应如下: ＣＨ２＝ＣＨ２＋ＴiCl３＋Ｈ２Ｏ→ClCH２－ＣＨ２ＯＨ＋TiCl＋ＨCl ClCH２－ＣＨ２ＯＨ＋Ｈ２Ｏ→ＨＯＣＨ２－ＣＨ２ＯＨ＋HCl 催化剂再生: TiCl+2CuCl２→2CuCl２+H２Ｏ 2CuCl+2HCl+ 1/2 O２→2CuCl２＋Ｈ２Ｏ 反应条件为:反应温度160℃,压力,pH<4,乙二醇选择性为89%,乙醛6%,其他(二氧杂环己烷和二乙二醇)5%,如果Cl－∶Ti３＋的比例小于4∶1时,乙醛产率将显著增大,在反应温度大于120℃时,氯乙醇可在同一装置内水解。 乙烯的氧氯化亦可在另一个催化剂体系中进行: 催化剂再生: 2Cu＋(或2Fe２＋)＋２Ｈ＋＋１/２Ｏ２→2Cu２＋(或2Fe３＋)＋Ｈ２Ｏ 反应条件:反应温度150～180℃,压力～,乙二醇选择性86%,该法的优点是乙烯消耗定额很低,仅 kg/kg乙二醇,但有强腐蚀性,产物与催化剂溶液的分离比较困难。 (4)由合成气制乙二醇 合成气是一氧化碳和氢气混合物的总称。现在工业上用煤、天然气和劣质重油为原料可廉价、大量的生产出来,目前主要用来生产甲醇、合成氨、羰基化产品等。由合成气制乙二醇已引
中国煤制烯烃产业现状简评 2015.6 2010年我国煤制烯烃产能仅50万吨，2011年突破100万吨，2013年突破200万吨，2014年产能630万吨。截至目前，我国煤制烯烃产能接近750万吨，预计随着后期新项目的投产，我国煤制烯烃产能将突破1000万吨。 烯烃是国民经济重要的基础原料,在石化和化学工业发展中占有重要的战略地位。其中乙烯是石油化工产业的核心；丙烯是塑料、合成橡胶和合成纤维三大合成材料的基本原料，是最为基础有机化工原料之一；丁二烯是制造合成橡胶、合成树脂、尼龙等的原料；苯乙烯是合成树脂、离子交换树脂及合成橡胶等的重要单体。此外乙烯的生产规模和水平还成为衡量一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。 不过由于我国富煤少油，石油资源需要大量进口（中国原油对外依存度在前年已达到59%）。基于这种背景下，煤制烯烃逐渐被国家层面认可为减少烯烃对外依赖性、有助于烯烃产业安全的新型煤化工路径。 2006年12月11日，位于内蒙古自治区包头市九原区哈林格尔镇西南的神华包头煤制烯烃项目得到了国家发展和改革委员会的正式核准，这也是国家"十一五"期间核准的唯一一个煤制烯烃项目。该项目于2010年底2011年初投产，并与2011年11月1日进行商业化运行。在此之前，最先投产的煤制烯烃项目为神华宁煤一期年产50万吨装置，该装置于2010年10月4日建成投产。神华煤制烯烃项目的顺利投产，为中国煤制烯烃市场注入较大动力，此后几年间，我国煤制烯烃行业发展速度较快，尤其以2014年发展迅猛。
中国煤制烯烃产能变化情况 上图所示，2010年我国煤制烯烃产能仅50万吨，2011年突破100万吨，2013年突破200万吨，2014年产能630万吨。截至目前，我国煤制烯烃产能接近750万吨，预计随着后期新项目的投产，我国煤制烯烃产能将会很快突破1000万吨。从中远期来看，后期规划项目众多，我国煤制烯烃产能有可能会突破2000万吨甚至更多。 从第一个项目投产时间2010年算起截止到发稿时为止，如果剔除2014年末原油暴跌以来项目经济性受影响以外，在此之前的时间里，我国煤经甲醇制烯烃项目盈利十分可观。 上图所示，通过对比不同工艺路线制烯烃盈利，多数时间段内CTO、PDH盈利好于MTO及油制烯烃。原油低位运行，油制烯烃成本
化工安全期末作业 题目: 讨论煤制乙二醇工厂的定位、选址、工厂的初步布局、工艺设计的安全设计、职业毒害和职业病的防治。 工艺路线： 煤气化 合成气CO+RON 草酸酯 分离气固相催化反应 气固相催化反应 H+草酸酯乙二醇 2 一，煤制乙二醇工厂的定位： 1.工厂定位应该满足： (1)有原料、燃料供应和产品销售的良好的流通条件。对于煤制乙二醇工艺，主要原料为煤、亚 硝酸酯和氢气，因此工厂应该靠近煤矿产地，并且有良好的亚硝酸酯和氢气的购买渠道，以减少原料运输成本。； (2)有储运、公用工程和生活设施等方面良好的协作环境。工厂附近的基础设施完善，能够提供 良好的生活、工作条件； (3)靠近水量充足、水质良好的水源。工厂附近尽可能有河流、湖泊，能够提供充足的生活、生 产和灭火用水； (4)有便利的交通条件。工厂附近有高速公路、铁路或者港口码头，这样便于原料、产品的运输， 减少生产和销售成本； (5)有良好的工程地质和水文气象条件。该地区的地质地形、风速风向、雨雪量、雷电频发率及 自然灾害状况应该符合工厂要求。 2. 工厂应避免定位在 （1）发震断层地区和基本烈度在9级以上的地震区； （2）厚度较大的三级自重湿陷性黄土地区； （3）易受洪水、滑坡、泥石流等自然灾害危害的地区； （4）有开采价值的矿藏地区； （5）对机场、电台等使用有影响的地区； （6）国家规定的历史文物、生物保护和风景游览地区； （7）城镇等人口密集的地区。 3. 实际工厂定位过程中，主要考虑原料、燃料流通经济性问题，以尽可能减少经济成本。 二，煤制乙二醇工厂的选址 工厂选址应注意一下几点： （1）依据主导风向，把工厂置于社区的下风区域，以防止工厂逸出的有毒有害气体进入居民区或其他人口稠密地区，或者易燃易爆气体飘过其他工厂的煅烧炉之类的火源，又或者冷却塔的烟雾飘过交通繁忙的高速公路或道路等情况发生。厂区应该是一片平地，不应该有洼地，否则可能会形成毒性或易燃蒸汽或液体的聚集。相对于周围地区，厂区最好地势较高而不应该是低洼地。
烧结砖生产工艺流程
烧结砖生产工艺流程 煤矸石、页岩、粘土、粉煤灰、江河淤泥、工业尾矿等新型制砖原料经汽车运输至原料场防雨堆存，根据原料的软硬程度及含水率不同，将以上制砖原料公为软质原料和硬质原料。为使生产工艺科学合理。不同制砖原料采用不同的原料破碎处理工艺，以达到最佳的破碎效果。 软质原料由装载机送入箱式给（ji）料机均匀定量配比，经皮带输送机送入齿辊或对辊机粗碎，然后进入对辊机主碎，最后进入细碎对辊机细碎，以达到制砖原料工艺要求。软质原料因质地软、塑性好、含水率偏高，通常采用三道对辊破碎的处理工艺，该破碎方式适用于粘土、软质页岩及泥质煤矸石等原料处理。硬质原料由装载机经颚式破碎机粗碎，进入链板式给料机均匀定量配比，由皮带输送机送入锤式破碎机进行细碎，再进入圆滚筛或振动筛进行筛选，筛下料直接进入下道工序，未达到工艺要求的筛上料再返回锤式破碎机破碎。硬质原料通常采用破碎机加筛选的处理工艺。该破碎方式适用于含水率及塑性偏低、质地较硬的原料处理。根据投资情况和制品要求，也可以采用粗碎加细碎两道对辊机或轮碾机取代筛选工序的方式进行破碎处理，比较先进的生产线大多采取此种方式。无论采用哪一种破碎处理工艺，都要与原料的特性相
吻合，确保工艺设备的科学配套，以达到原料优化处理的目的，使原料在整个破碎处理过程中达到预期的工艺粒度要求。 通过细碎处理后的制砖原料掺配定量的原煤或煤矸石等内燃料进入双轴搅拌机适量加水混合搅拌后，经由皮带输送机送到陈化库的可逆皮带机上均匀对陈化库进行布料，使原料中的水份有足够的时间进行渗透交换，并软化原料，进一步提高原料的均匀性和液塑性等综合性能指标，更利于原料挤出成型，减少设备磨损，降低能耗等。同时陈化库也起着中转储存的作用，将原料处理系统和砖坯成型系统分离，减少挤出机的频繁停机，提高设备工作性能及生产能力，延长设备使用寿命。陈化库环境是个相对封闭的空间，避免了原料与室外空气长时间接触而受气压、气温、风速、湿度等因素的影响失去了原料陈化的作用及目的。经过陈化处理的原料经过多斗挖土机均匀取料经皮带输送机进入箱式给料机均匀定量供料进入下一道工序。陈化库采用可逆皮带机均匀布料、多斗挖土机均匀取料、箱式给料机均匀供料的三均匀工艺，投资合理，机械化程度高，原料的匀化处理好，经陈化后的原料其综合性能指数会得到较大提高，更适用于各种原料烧结制砖的生产需要，保证了产品质量，可根据生产要求灵活处理，为生产各种新型墙材烧结制品创造了必要条件。
Technology 技术纵横 摘要：为了推广一体化解决方案在煤制乙二醇装置上的应用，提高国产自控系统的竞争力，降低国内同类项目全生命周期成本，和利时HOLLiAS 一体化解决方案提供了覆盖用户工厂全部需求的产品和服务，从工艺控制、安全管理、资产管理、控制优化、生产管理等方面为用户提供增值的解决方案，使生产运营逐步实现精益化、智能化，最终的目标是实现企业运营最优化。一体化方案在乙二醇装置上的优势和实力，可为今后国内同行业自控装置的选型与配置提供借鉴和支撑。关键词：K 系列DCS ；乙二醇；一体化方案；控制 Abstract: In order to promote the integration of application in the Coal-to-ethylene Glycol plant, improve the competitiveness of automatic control system in China, and reduce the cost of whole life cycle of similar projects, HOLLiAS integration solution provides all customers' requirements for products and services in plant, and provides customers with value-added solutions for process control, safety management, asset management, control optimization, production management, etc., which make the operation gradually realize the streamline and intelligent, and its ultimate goal is to realize the enterprise operation optimization. Integration in the ethylene glycol plant's advantage and strength, is a reference and support for the automatic control system selection and con?guration for the future plant in China. Key words: K series DCS; Ethylene glycol; Integration solution; Control 目前，和利时已成功实施多个煤制乙二醇项目，为用户提供了DCS 与SIS 系统的一体化解决方案，并对氧煤比等主要回路进行 优化控制，实现安全稳定、优化控制与操作方便的统一。 1 行业简述 乙二醇（EG ）是一种重要的有机化工原料，主要用于生产聚酯纤维和防冻剂，此外还可用于生产不饱和聚酯树脂、润滑剂、增塑剂、非离子表面活性剂以及炸药等，用途十分广泛。 截至2015年底，中国已投产运行和试车成功的煤（合成气）制乙二醇（CTMEG ）项目共10个，总产能170万吨。早期投产的示范项目运行渐入佳境。 2016年将是中国煤制乙二醇产能爆发的开端之年，将新建10个项目，总计乙二醇产能166万吨/年。草酸酯路线煤制乙二醇的技术研发正在向低成本、高选择性、长催化剂寿命和环境友好的方向发展。由于产品质量不断优化，煤制乙二醇已经开始被大规模应用于聚酯化纤行业。来自亚化咨询的消息称，至2020年中国将总计建成41个煤制乙二醇项目，总产能将达到1026万吨。煤制乙二醇将成为中国聚酯化纤行业的重要原料来源。 2 主要工艺介绍 目前我国乙二醇的生产技术主要有两种路线。一种是以乙烯为原料经环氧乙烷（EO ）非催化液相水合法生产乙二醇的石化路线。这种工艺存在乙烯氧化制环氧乙烷的选择性较低、环氧乙烷水合副产物多（主要为二乙二醇、三乙二醇）、分离精制工艺复杂、能耗大等问题，生产乙烯的原料是石油产品，原油来源受控因素较多。
煤化工工艺路线图 煤制甲醇典型工艺路线图
1、合成甲醇的化学反应方程式： （1）、主反应： C O+2H2=C H3O H+m o l （2）、副反应 2C O+4H2=C H3O C H3+H2O+K J/m o l C O+3H2=C H4+H2O+K J/m o l 4C O+8H2=C4H9O H+3H2O+K J/m o l C O2+H2=C O+K J/m o l 2、甲醇合成气要求氢碳比f=(H2-CO2)/(CO+CO2)≈~，由于煤炭气化所得到的水煤气CO含量较高，H2含量较低，因此水煤气须经脱硫、变换、脱碳调整气体组成，以达到甲醇合成气的要求。 3、CO变换反应 C O+H2O(g)=C O2+H2（放热反应） 4、水煤气组分与甲醇合成气组分对比 天然气制甲醇工艺流程图
1、合成甲醇的化学反应方程式： C H4+H2O=C H3O H+H2 2、甲醇合成气要求氢碳比f=(H2-CO2)/(CO+CO2)≈~，由于天然气甲烷含量较高，因此要对天然气进行蒸汽转化，生成以H2、CO和CO2位主要成分的转化气。由于蒸汽转化反应是强吸热反应，因此还要对天然气进行纯氧部分氧化以获取热量，使得蒸汽转化反应正常连续进行，最终达到甲醇合成气的要求。 3、蒸汽转化反应 C H4+H2O(g)=C O+H2（强吸热反应） 4、纯氧部分氧化反应 2C H4+O2=2C O+4H2+m o l C H4+O2=C O2+2H2+k J/m o l C H4+O2=C O2+H2O+k J/m o l 5、天然气组分与甲醇合成气组分对比 石油化工、煤炭化工产品方案对比（生产烯烃）
烧结砖生产工艺流程 煤矸石、页岩、粘土、粉煤灰、江河淤泥、工业尾矿等新型制砖原料经汽车运输至原料场防雨堆存，根据原料的软硬程度及含水率不同，将以上制砖原料公为软质原料和硬质原料。为使生产工艺科学合理。不同制砖原料采用不同的原料破碎处理工艺，以达到最佳的破碎效果。 软质原料由装载机送入箱式给（ji）料机均匀定量配比，经皮带输送机送入齿辊或对辊机粗碎，然后进入对辊机主碎，最后进入细碎对辊机细碎，以达到制砖原料工艺要求。软质原料因质地软、塑性好、含水率偏高，通常采用三道对辊破碎的处理工艺，该破碎方式适用于粘土、软质页岩及泥质煤矸石等原料处理。硬质原料由装载机经颚式破碎机粗碎，进入链板式给料机均匀定量配比，由皮带输送机送入锤式破碎机进行细碎，再进入圆滚筛或振动筛进行筛选，筛下料直接进入下道工序，未达到工艺要求的筛上料再返回锤式破碎机破碎。硬质原料通常采用破碎机加筛选的处理工艺。该破碎方式适用于含水率及塑性偏低、质地较硬的原料处理。根据投资情况和制品要求，也可以采用粗碎加细碎两道对辊机或轮碾机取代筛选工序的方式进行破碎处理，比较先进的生产线大多采取此种方式。无论采用哪一种破碎处理工艺，都要与原料的特性相吻合，确保工艺设备的科学配套，
以达到原料优化处理的目的，使原料在整个破碎处理过程中达到预期的工艺粒度要求。 通过细碎处理后的制砖原料掺配定量的原煤或煤矸石等内燃料进入双轴搅拌机适量加水混合搅拌后，经由皮带输送机送到陈化库的可逆皮带机上均匀对陈化库进行布料，使原料中的水份有足够的时间进行渗透交换，并软化原料，进一步提高原料的均匀性和液塑性等综合性能指标，更利于原料挤出成型，减少设备磨损，降低能耗等。同时陈化库也起着中转储存的作用，将原料处理系统和砖坯成型系统分离，减少挤出机的频繁停机，提高设备工作性能及生产能力，延长设备使用寿命。陈化库环境是个相对封闭的空间，避免了原料与室外空气长时间接触而受气压、气温、风速、湿度等因素的影响失去了原料陈化的作用及目的。经过陈化处理的原料经过多斗挖土机均匀取料经皮带输送机进入箱式给料机均匀定量供料进入下一道工序。陈化库采用可逆皮带机均匀布料、多斗挖土机均匀取料、箱式给料机均匀供料的三均匀工艺，投资合理，机械化程度高，原料的匀化处理好，经陈化后的原料其综合性能指数会得到较大提高，更适用于各种原料烧结制砖的生产需要，保证了产品质量，可根据生产要求灵活处理，为生产各种新型墙材烧结制品创造了必要条件。 陈化后的原料再次进入辊式细碎机碾练把关，进入双轴
现代煤化工工艺路线总图煤化工工艺路线图
煤制甲醇典型工艺路线图 1、合成甲醇的化学反应方程式： （1）主反应： CO+2H2=CH3OH+102.5KJ/mol （2）副反应 2CO+4H2=CH3OCH3+H2O+200.2 KJ/mol CO+3H2=CH4+H2O+115.6 KJ/mol 4CO+8H2=C4H9OH+3H2O+49.62 KJ/mol CO2+H2=CO+H2O-42.9 KJ/mol 2、甲醇合成气要求氢碳比f=(H2-CO2)/(CO+CO2)≈2.05~2.10，由于煤炭气化所得到的水煤气CO含量较高，H2含量较低，因此水煤气须经脱硫、变换、脱碳调整气体组成，以达到甲醇合成气的要求。 3、CO变换反应 CO+H2O(g)=CO2+H2 （放热反应）
4、水煤气组分与甲醇合成气组分对比 气体种类气体组分（%） CO H2CO2CH4 水煤气37.350.0 6.50.3 甲醇合成 29.9067.6429.900.1 气 天然气制甲醇工艺流程图 1、合成甲醇的化学反应方程式： CH4+H2O=CH3OH+H2 2、甲醇合成气要求氢碳比f=(H2-CO2)/(CO+CO2)≈2.05~2.10，由于天然气甲烷含量较高，因此要对天然气进行蒸汽转化，生成以H2、CO和CO2位主要成分的转化气。由于蒸汽转化反应是强吸热反应，因此还要对天然气进行纯氧部分氧化以获取热量，使得蒸汽转化反应正常连续进行，最终达到甲醇合成气的要求。
3、蒸汽转化反应 CH4+H2O(g)=CO+H2（强吸热反应） 4、纯氧部分氧化反应 2CH4+O2=2CO+4H2+35.6kJ/mol CH4+O2=CO2+2H2+109.45 kJ/mol CH4+O2=CO2+H2O+802.3 kJ/mol 5、天然气组分与甲醇合成气组分对比 气体种 气体组分（%） 类 CO H2CO2CH4天然气----------- 3.296.2 甲醇合 29.9067.6429.900.1 成气 石油化工、煤炭化工产品方案对比（生产烯烃） 以天然气（或煤气）为原料的MTO技术流程
义马煤业综能煤制乙二醇项目 技术方案 东华工程科技股份有限公司 2010年5月于合肥
目录 1. 产品方案和产品规模 2. 工艺技术路线选择 3. 工艺流程简述 4. 公用工程简述 5. 消耗 6. 投资估算 7. 技术经济分析
1.产品方案和产品规模 义马煤业综能有限责任公司现正在建设一套30万吨/年的甲醇项目，由于现在甲醇市场效益的降低，公司预以现有的流程生产乙二醇产品。原有的气化、变换、甲醇洗等装置不变，公用工程规模做相应大小的修改，增上H2/CO分离、草酸二甲酯合成、乙二醇合成和精馏等装置，达到生产乙二醇的要求。目前根据以前甲醇气化装置的能力，现在乙二醇正常操作的能力如下： 产品方案：乙二醇 产品规模： 31.2万吨/年 操作时间： 8000小时/年 2.工艺技术路线选择 传统乙二醇生产技术路线主要为石油路线，采用乙烯为原料，通过环氧乙烷再生产乙二醇；由于石油价格的不断攀升，以及中国的石油缺口越来越大，使得采用以煤为原料，通过合成气生产乙二醇技术得到快速发展，并使得以煤为原料代替石油路线生产乙二醇成为可能。 日本宇部兴产采用合成气（CO+H2）生产草酸二甲酯的工业化生产装置已经稳定运行了20多年，且宇部兴产也对草酸二甲酯加氢生产乙二醇进行了催化剂筛选和实验室试验，并获得了很高的转化率和选择性。 因此，本技术方案拟采用日本宇部的草酸二甲酯生产技术，以及宇部筛选的催化剂加氢生产乙二醇。 3.工艺流程简述 气化技术采用美国SES公司的U-gas气化工艺。 3.1 煤干燥 来自煤贮运的原料煤，通过皮带送入四齿辊破碎机，破碎到8mm后，去干燥窑进行干燥，干燥后的煤水分不超过6.87％。 3.2 气化 干燥后的煤粉通过管状皮带输送到气化框架上的缓冲煤斗，通过锁斗、加料罐把煤粉送入的气化炉，在蒸汽和纯氧的作用下，气化成粗煤气。气化压力
煤制烯烃项目简介 一、煤制烯烃 煤制烯烃简单来说可分为煤制甲醇、甲醇制烯烃这两个过程。主要有四个步骤:首先通过煤气化制合成气,然后将合成气净化,接着将净化合成气制成甲醇,甲醇在催化剂得作用下脱水生成二甲醚(DME),形成甲醇、二甲醚与水得平衡混合物,然后转化为低碳烯烃,烯烃经过聚合反应生产聚烯烃。 煤制烯烃主要指乙烯、丙烯及其聚合物、聚乙烯主要应用于粘合剂、农膜、电线与电缆、包装(食品软包装、拉伸膜、收缩膜、垃圾袋、手提袋、重型包装袋、挤出涂覆)、聚合物加工(旋转成型、注射成型、吹塑成型)等行业。 丙烯就是仅次于乙烯得一种重要有机石油化工基本原料,主要用于生产聚丙烯、苯酚、丙酮、丁醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙二醇、环氧氯丙烷、合成甘油、丙烯酸以及异丙醇等。 二、国外煤制烯烃技术 MTO就是国际上对甲醇制烯烃得统一叫法。最早提出煤基甲醇制烯烃工艺得就是美孚石油公司(Ｍobｉl),随后巴斯夫公司(ＢASF)、埃克森石油公司(Ｅxxoｎ)、环球石油公司(UOP)及海德鲁公司(Hｙｄrｏ)等相继投入开发,在很大程度上推进了ＭTＯ得工业化。１995年,UＯP与挪威NorsｋHydro公司合作建成一套甲醇加工能力０.75 吨/天得示范装置,连续运转90天,甲醇转化率接近100％,乙烯与丙烯得碳基质量收率达到80%。1９9８年建成投产采用UOP/Hydro工艺得20万吨/年乙烯工业装置,截止2006年已实现50万吨/年乙烯装置得工业设计,并表示可对设计得50万吨/年大型乙烯装置做出承诺与保证、UOＰ/Hyｄro得MTO工艺可以在比较宽得范围内调整反应产物中C２与C3;烯烃得产出比,可根据市场需求生产适销对路得产品,以获取最大得收益。 惠生(南京)清洁能源股份有限公司甲醇制烯烃装置采用环球油品公司(UOP)得甲醇制烯烃(MＴO)/烯烃裂化(OCP)技术,就是全球首套采用霍尼
煤矸石制砖工艺流程图 煤矸石制砖， 按其生产工艺过程可分为原料选择、原料处理、成型、干燥与焙烧五个环节。 1?原料选择 首先，利用煤矸石制砖必须要求煤矸石原料的储量相当丰富， 以满足长期大规模生产所 需；再者，应熟悉掌握煤矸石原料的性能指标， 看其化学成分和物理性能是否满足制砖要求 和烧制全煤矸石砖的要求；另外，原料的运输条件是否优越， 各种场地、堆场能否满足生产 规模要求，这些也是建厂时应考虑的问题。 2?原料处理 2.1剔除杂物与有害成分 原料中常见的杂物有废铁、有机物、料礓石等，废铁一般情况下采用电磁除铁器去除废 铁，有机 物或料礓石等杂物采用机械或人工方法清除， 同时对于有害颗粒， 破碎程度愈细愈 好。 2.2原料的配比要适当 原料的配比主要由以下两个因素决定， 原料的发热量和原料塑性。一般情况下，每千克 制品的发热量以400-500kcal 为宜，最高不要超过700kcal 。当制品发热量不够时， 烧成时就 需要外投燃料；当制品发热量超标时，就需烧成时将多余热量拿走。原料的塑性指数是制砖 时挤出成型的重要指标，是能否生产高质量砖的先决条件，一般最佳指数为 10-13，如果低 于乙就难以成型了。 2.3颗粒级配要合理 高细碎对辊机
原料粒度是质量保证的基础，合理的粒度级配也是能否成型的主要指标之一。煤矸石空心砖最大颗粒粒径应小于1.5mm ，0.5mm 以下颗粒占到65%以上。 2.4 原料陈化不可少在陈化前，原料必须加入足的水分（成型水分），原料搅拌均匀后进入陈化 库，陈化时 间不得少于72h，这样做的目的是为了消除颗粒内部应力，使其内外原料性质基础一致，这是提高原料塑性指数，使成型坯体表面光滑，消除干燥裂纹的重要一环。 3.成型 3.1坯体内在质量煤矸石砖成型采用硬塑或半硬塑挤出成型，半硬塑挤出成型时，成型水分在 16%-18% ， 挤出压力一般为15-20kg ;硬塑挤出成型时，成型水分为13%-15%，挤出压力在25-35kg , 采用哪种成型工艺好，要看原料的塑性指数，塑性指数较高宜采用半硬塑成型；塑性指数较低，采用硬塑成型，同时要求真空度应大于90%。 3.2坯体表观质量 首先，应根据原料收缩率的不同，选择适宜的机口尺寸与切坯厚度，这样才能保证坯体烧成后的几何尺寸符合国标;其次，成型坯体应表面光滑，不允许出现裂纹、烂心、断肋、缺棱少角等现象，再者，也可增加喷砂、压花工艺，提高砖表面质量。 4.干燥 干燥是利用通入的热风排除成型坯体中化学结合水以外的吸附水过程，干燥时温度要适中，一般要求控制在120 C左右，温度过高，易造成坯体脱水过快而产生裂纹；温度过低，坯体脱水太慢会影响产量，坯体脱水要平稳，应保证排潮湿度接近饱和（在95%-100%中间），使高温水气及时排掉，防止砖坯吸潮垮塌，即所谓的回潮现象，经过干燥的砖坯，其含水率应小于6%，如果湿度太大，会使制品在焙烧时发生回潮现象影响强度，甚至倒塌。 5.烧成烧成是将干燥好的坯体经高温焙烧使其成为成品的操作，在窑内通过气体和物料之间逆向流动产生热交换，从而实现坯体生料变为熟料的热处理过程。焙烧室一般分为三带，从进车端依次为预热带、烧成带、冷却带，在烧成带，坯体达到烧成温度，坯体内部进行着激烈的物理、化学、物理化学及矿化学反应，这时所供空气量一定要足，让砖坯充分燃烧，在冷却带，坯体冷却不能太急，否则也要影响产品质量。整个烧成曲线呈现马鞍形，中间高、两端低，在原料稳定的情况下，操作时一定要调整好风量，严格按照烧成曲线来控温，这样才能保证焙烧的成品率。
技术交底编号 工程名称阜阳市颍东区职教中心工程交底日期2016 年9 月15 日施工单位中十冶集团有限公司分项工程名称砌体 交底提要煤矸石空心砖的砌筑施工工艺及技术要求
一、施工准备 1 、主要材料：MU5 煤矸石空心砌块、普通水泥、中砂、白灰等。 2 、主要机具：升降机、搅拌机、劳动车、计量工具等。 3 、作业条件： （1）主体砼结构施工完毕，已验收合格。 （2）进场材料的型号、规格、数量和堆放位置，能满足施工要求。 （3）测量放线及基底质量，均验收合格。 （4）M5 混合砂浆配合比经试验室确定：水泥：砂：白灰：水（自来水）= 1 ：6.04 ：0.46 ： 1.25 。 二、施工工艺 1 、工艺流程：校核轴线→拌合砂浆→排砖撂底→挂垂直线、拉水平线→ 砌筑→门过梁支模→ 顶部砌筑→ 自验。 2 、核对边线：根据各层建筑平面图纸用卷尺核对墙边线，确定准确无误。 3 、拌合砂浆：砂浆采用机械搅拌，严格按配合比投料；每罐投料水泥50kg 、砂302kg 、白灰22.9kg 、水62.5kg ，稠度为30 —50mm 。投料顺序为：砂→水泥→白灰→水（自来水），搅拌时间不少于3 分钟。采用卷扬机垂直运输，手推车水平运输。 4 、排砖撂底：砌体以200 ×240 ×115mm 砌块为主，用反砌法砌筑，从转角处向一侧全顺砌 筑。内外墙同时砌筑，纵横墙交错搭砌。上下皮空心砖要错缝，交接处咬槎搭砌，搭接长度不得不 小于90mm 。门窗洞口两侧用实心砖砌筑。砌筑前先干砖排活，门窗口按砖的模数合理安排，砖 模数相差3cm 以内的可调整洞口位置。应在墙的转角处、丁字交界处和砖垛与墙体交结处上下皮 砖均匀搭砌，排砖不足整砖时，采用实心砖补足，应注意灰缝的横平竖直、摆砌均匀。砖砌体的水平灰缝
煤化工知识点之：乙二醇工艺方案的选择 1石油路线工艺 1.1环氧乙烷直接水合法 1859年Wurtz首次将乙二醇二乙酸酯与氢氧化钾作用制得乙二醇。1860年，又由环氧乙烷直接水合制得，其后经过不断技术改进，环氧乙烷直接水合法不断衍生出氯乙醇法、直接氧化法(空气氧化法、氧气氧化法)等工艺，最新技术为氧气氧化法，其工艺原理为环氧乙烷氧化反应原料乙烯和纯氧与循环气混合后，进入固定床环氧乙烷反应器，在入口温度约200℃，压力约2．OMPa的条件下，在高选择性银催化剂的作用下发生乙烯氧化反应，主反应生成环氧乙烷，氧化反应包括选择氧化和深度氧化，其反应过程： 主反应(选择氧化)： C2H4+1／202→C2H40+105.5kJ/mol 并列副反应(深度氧化)： C2H4+302→2C02+2H20+1422．6kJ／mol 并列副反应(深度氧化)： C2H4O+5/2O2→2CO2+2H2O+1316.4kJ/mol 目前此工艺技术全部掌握在外资手中，Shell、DOW(陶式化学公司)和SD二家技术的生产能力合计占总生产能力的91％，其中Shell占38％，SD 占31％，DOW占22％，余下的9％主要为德国的BASF、日本的触媒公司、意大利的SNAM等公司占有。 由于反应中环氧乙烷与水以l：20-22(摩尔比)混合，需要大量的水，并且水大量过剩，产物中乙二醇的浓度较低，因此为了提纯出产品需蒸发除去大量的水分，生产工艺流程长、设备多、能耗高、成本较高。 1.2环氧乙烷催化水合法 针对环氧乙烷直接水合法生产乙二醇工艺中存在的不足，为了提高选择性，降低用水量，降低反应温度和能耗，世界上许多公司进行了环氧乙烷催化水合生产乙二醇技术的研究和开发工作。其技术的关键是催化剂的生产，生产方法可分为均相催化水合法和非均相催化水合法两种，其中最有代表性的生产方法是Shell公司的非均相催化水合法和UCC公司的均相催化水合法。 尽管许多公司在环氧乙烷催化水合生产乙二醇技术方面做了大量的工作，大大降低了水比，提高了环氧乙烷的转化率和乙二醇的选择性，但在催化剂制备、再生和寿命方面还存在一定的问题．因而采用该方法进行大规模工业化生产还待时日。 1.3通过中间体合成乙二醇 通过中间体合成乙二醇主要有日本三菱化学开发的经碳酸乙烯酯路线和由Texac。开发的联产乙二．醇和碳酸二甲酯路线，以及Shell开发的经二氧戊环的路线。此外，以乙烯与醋酸为原料，经二醋酸乙烯酯的直接法工艺研究也十分活跃。 ●乙二醇和碳酸二甲酯联产技术 该技术的主要过程为两步：首先C02和环氧乙烷在催化剂作用下合成碳酸乙烯酯，然后碳酸乙烯酯和甲醇反应生成碳酸二甲酯和乙二醇。这两步反应属于原子利用率100％的反应。 乙二醇和碳酸二甲酯联产技术进行工业化生产时原料易得，不存在环氧乙烷水合法选择性差的问题，在现有环氧乙烷生产装置内，只需增加生产碳酸乙烯酯的反应步骤就可以生产两个非常有价值的产品，故非常具有吸引力。但目前此工艺尚处于实验室阶段。 ●碳酸乙烯酯水解合成乙二醇技术 此工艺国外有多个公司在研发，其中以日本三菱化学开发的工艺比较完善。 三菱化学开发的工艺以环氧乙烷装置制的含水40％的环氧乙烷与二氧化碳为原料，催化剂为基于四价磷的均相催化剂，结构式为(Ri)4P+X-，其中Ri为烷基和芳基基团，X为卤素。采用这种催化剂时，环氧乙烷转化成EG的速率比不采用催化剂时快百倍，因此反应体系中的乙二醇浓度高，乙二醇的选择性可达到99．3％～99．4％。三菱化学打算与掌握先进乙二醇生产技术的Shell公司合作。2002年4月，三菱与Shell签订了独家转让权，以共同推进“Shell／MCC”联合工艺，并计划在中东、亚洲新增的装置中推广该工艺。 2非石油路线工艺 在全球石油资源日益匮乏及石油价格日益上涨的今天，再使用石油路线生产工艺不仅成本非常高，而且原料的来源问题日益严重，因此非石油路线制乙二醇成为未来的发展方向。
【关键字】精品 煤制烯烃成本分析 煤制烯烃和石脑油裂解制烯烃技术路线相比较，在经济上的比赛力的先决条件是：项目须在煤炭基地坑口建设，以自产廉价煤炭为原料，通过经济型的大规模装置生产低成本的甲醇，再由该甲醇制烯烃。前几年专家测算，原油价格在35~40美元/桶时，煤制烯烃即有市场比赛力（中国煤没有涨价前）。现在原油已经回落到50美/桶左右，相对于高油价时期煤制烯烃的比赛力缩小。UOP公司公开发表的文献介绍，当原料甲醇价格控制在90～100美元/吨时，采用MTO工艺制取的乙烯和丙烯成本与20～22美元/桶原油价格条件下石脑油裂解制烯烃的成本相比具备经济比赛力，在目前油价背景下，煤制烯烃工艺路线的经济性不言而喻。 1.成本分析 MTO（或DHTO）及MTP工艺均属催化反应合成工艺。一般的裂解工艺每产1吨当量烯烃约需3吨石脑油，目前国内石脑油价格为4500元/吨左右，而MTP（或DMTO）及MTP 对甲醇的消耗量也大约为3吨，煤基甲醇的完成成本（坑口媒价）一般在1500～2000元/吨左右，如以60万吨/年大型装置测算，价格更低。说明煤基低碳烯烃在我国的发展已具备了十分重要的战略优势。 2.神华集团煤制油有限公司经济性测算 根据神华集团煤制油有限公司所作的研究表明（2007年）：神华集团原料煤价格在100元/吨左右，煤制甲醇的规模达到100万吨/年以上时，可以将甲醇的完全生产成本控制在100美元/吨以下。对以煤为原料（采用美国环球油品公司的MTO工艺）与以石脑油为原料制取的聚乙烯、聚丙烯成本进行测算和比较表明，煤路线（煤价100元/吨）制取的聚烯烃成本比石脑油路线（石脑油价格22美元／桶）低400元/吨左右。此外，煤路线制烯烃的成本中原料煤所占的比例小于20%，煤价的波动对经济性影响较小。 3.中科院大连化物所经济性分析 中国中科院大连化物所甲醇制烯烃DMTO技术工业化试验结果是，甲醇转化率接近100%；2.95吨甲醇产1吨烯烃，其中50%乙烯、50%丙烯。由于每2.0吨煤即可生产1吨甲醇，所以，原料加燃料需7.5吨煤生产1吨烯烃。中科院大连化物所试验室人员对两种化工路线的经济性作了比较：当国际原油价格为35美元/桶时，原油炼制石脑油所生产的烯烃成本是5300元/吨。走煤制烯烃路线的话，除非煤价超过513元/吨，否则煤制烯烃的成本不会超过5300元/吨。目前，北方的煤炭开采成本不到100元/吨，车板价约200多元/吨，东