体助熔剂添加量应在下一步研究时通过试验认真确定。
5.3.2 工艺说明 （1）气化工艺
从备煤装置高压煤粉发送斗送来的煤粉与输送煤粉用的高压CO2一起进入气化炉顶部喷咀，来自空分装置的氧气，经氧气预热器加热到一定温度后，与中压蒸汽混合，经炉顶喷咀送入炉内。煤粉与氧气/蒸汽在4.0MPa压力、高温1600℃下，发生部分氧化和气化反应，产生以（CO+H2）为主的粗煤气。气化原料中的非有机质在高温下熔融成渣沿炉壁流下，与粗煤气一起经气化室底部的渣口进入激冷室，在此，粗煤气被激冷到207℃左右，并被水汽饱和后离开气化炉，经两级文丘里洗涤器和旋风分离器分离，除去煤气中的飞灰、氨等杂质，进入CO变换装置。
产生的高温熔渣，流入气化炉下部水池淬冷，炉渣在流入锁斗后定时排放，排出的炉渣经链式输渣机、水洗输渣机和刮板式输渣机送至渣斗，最后用汽车运走。
文丘里后旋风分离器排出的水和气化炉渣池排出经简单分离固体物质的部分水进入激冷水罐，在此与经预处理的水混合，经泵加压和过滤后返回气化炉底部。气化炉渣池排出的另一部分水和炉渣排放及输送过程的废水经闪蒸罐闪蒸后去气化废水处理单元。
气化炉水冷壁内产生部分低压/中压蒸汽，送至全厂中压热力管网。 （2）气化废水处理
从气化炉底部排出的废水和炉渣排放过程的废水含有飞灰、碳黑、盐等。这部分废水先经过两级闪蒸罐除去所含的气体组分，闪蒸、冷却后的废液进入氰化物氧化罐除去氰化物，后经沉淀槽和絮凝槽除去碳黑和细粒物等固体杂质。细粒和沉淀物去浓缩槽浓缩，经加压过滤得到滤饼，由汽车运出界区处理。除去固体杂质过滤水和浓缩槽溢流的滤液水一起进入碱槽与NaOH中和，以除去废水中的溶解NH3。脱NH3后的废水一部分返回气化炉装置，另一部分废水进氨汽提塔进行汽提，氨由塔顶部排出，冷却成氨水后进储罐；汽提塔底部排出的水加入一定量盐酸混合后去全厂污水处理工段。
5.3.3 主要设备
选用3台2000t/d的GSP气化炉，气化炉内径约2500mm，高约5000mm（不含激冷室）。
本工序气化炉、密相输送系统从国外进口。 5.4 CO变换技术
从气化炉出来的煤气中H2/CO之比值不能满足甲醇合成反应的要求，因此，需要将煤气中约60%左右的CO变换为H2。CO变换分为双系列生产，采用宽温耐硫变换工艺。
5.4.1 CO变换技术选择
CO变换技术的发展是依据变换催化剂的进步而发展的。变换催化剂的性能决定了
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变换工艺的流程及其先进性。
采用Fe-Cr系变换催化剂的变换工艺，操作温度在350℃～550℃，称为中温变换工艺。其操作温度较高，原料气经变换后仍有3%左右的CO。Fe-Cr系变换催化剂的抗硫毒能力差，适用于总硫含量低于100ppm的气体。
采用Cu-Zn系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200℃～280℃，称为低温变换工艺。这种工艺通常串联在中、高温变换工艺之后，将3%左右的CO降低到0.3%左右。Cu-Zn系变换催化剂的抗硫毒能力更差，适用于总硫含量低于0.1 ppm的气体。
采用Co-Mo系变换催化剂的变换工艺，操作温度在200℃～550℃，称为宽温变换工艺。其操作温区较宽，流程设计合理， 经变换后CO可降至0.2%左右。Co-Mo系变换催化剂的抗硫毒能力极强，对总硫含量无上限要求。
国内外对上述三种变换工艺及其不同组合均有丰富的使用经验。
变换的能耗取决于催化剂所要求的汽/气比和操作温度，在上述三种变换工艺中，耐硫宽温变换工艺在这两方面均为最低，因此，具有能耗低的优势。耐硫宽温变换催化剂的活性相是Co-Mo系硫化物，特别适合于处理H2S浓度较高的气体。因此本研究推荐采用耐硫宽温变换工艺。不设置预脱硫工序，可以节约投资。
为了节约投资，变换反应热量采用催化床层间激冷和副产蒸汽的方式回收，不设饱和热水塔。变换冷凝液用蒸汽汽提回收并循环使用。 5.4.2 工艺说明
文丘里洗涤后粗煤气温度降到约190℃，压力约为3.8 MPa，先进入主热交换器预热，然后与中压蒸汽混合后，温度升高到260℃，进入变换炉一段，进行变换反应。
一段出口变换气的温度为474℃，在主热交换器中与进工序的粗煤气换热后，进增湿器被锅炉给水激冷到260℃，进变换炉二段，继续进行变换反应。
二段出口的变换气温度为394℃，进变换废锅通过副产蒸汽的方式回收二段变换反应热量，气体温度降至210℃进变换炉的三段。
出三段的变换气中CO浓度小于3%（干基），温度为242℃，经低压废锅回收三段变换反应热量，温度降为160℃，变换后的变换气与未进行变换的旁路粗煤气混合，再经除盐水预热器、变换气终冷器冷却到30℃并分离冷凝液后去酸性气体脱除装置。
分离出的变换气冷凝液送冷凝液汽提塔汽提。汽提后的冷凝液经冷凝液泵加压回用，一部分作变换气激冷水，另一部分送气化装置作激冷或洗涤用水。 5.4.3 主要设备
采用冷壁变换炉，内径约2700mm，变换炉高约15000mm，初装催化剂150m3。 5.5 酸性气体脱除技术
酸性气体脱除工序的任务是将变换气中的H2S和CO2 脱除。酸性气体脱除装置设置2系列生产，单系列处理气量约25万Nm3/h。采用德国Lurgi公司低温甲醇洗工艺(Rectisol)。
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5.5.1 酸性气体脱除技术选择
以脱除CO2 和H2S为主要任务的酸性气体脱除方法主要有液体物理吸收、液体化学吸收、低温蒸馏和吸附四大类，其中以液体物理吸收和化学吸收两者使用最为普遍。
国内应用较多的液体物理吸收法主要有低温甲醇洗法、NHD法、碳酸丙烯酯法，应用较多的化学吸收法主要有热钾碱法和MDEA法。
液体物理吸收法适用于压力较高的场合，化学吸收法适用于压力相对较低的场合。 液体物理吸收法中以低温甲醇洗法能耗最低，但是对气体中高碳烃类含量有要求。 低温甲醇洗、NHD和MDEA三种广泛使用的酸性气体脱除工艺比较列入表5-7。
表5-7酸性气体脱除工艺比较
项目 相对电耗 相对蒸汽消耗 相对冷却水消耗 相对汽提氮消耗 相对化学品消耗 相对装置投资 相对能耗 脱硫效果 脱CO2效果 低温甲醇洗 1 1 1 1 1 1 1 < 0.1ppm < 0.1ppm NHD 1.1 2.8 1.3 0.7 1.8 0.77 2.25 <1 ppm ? 100ppm MDEA 1.2 3.2 4 — 0.75 1.01 2.7 < 1ppm ?100ppm 从上表可以看出，MDEA法投资和能耗均较高。与NHD法比，低温甲醇洗法虽然一次投资相对较高，但其能耗（运行费用）大大低于NHD 法。
在本项目中，进入酸性气体脱除工序气体的压力较高，为 3.8 MPa 左右，而且气体中CO2 含量高，采用液体物理吸收法脱除酸性气体更为有利。采用低温甲醇洗法气体净化效果最好，该方法在大型工业化装置中应用业绩甚多，工艺先进、成熟，故本报告推荐采用低温甲醇洗酸性气体脱除工艺。 5.5.2 工艺说明
自变换工序来的变换气，压力约为3.7MPa，温度为30℃，在变换气/净化气换热器I和变换气氨冷器I中冷却到7℃左右，经变换气分离器分离冷凝水，然后向变换气中喷入少量甲醇以防止变换气中水分冷却后结冰堵塞管道。变换气随后分成二股物流，一股进入变换气/净化气换热器II，另一股进入变换气/CO2产品换热器换热冷却。两股物流汇合后经变换气氨冷器II进一步冷却至-23℃，然后进入H2S 吸收塔。
在H2S吸收塔中，变换气中的H2S 和COS被来自CO2吸收塔的部分富CO2 甲醇溶液吸收。脱硫后的气体进入CO2 吸收塔下塔。在CO2 吸收塔内，甲醇溶液自上而下与气体接触，气体中的CO2 被吸收，出CO2 吸收塔的气体得以净化。CO2 吸收塔中间两次引出甲醇溶液用氨冷却和下游来的甲醇冷却，以降低由于溶解热造成的温升。
出CO2 洗涤塔的净化气经变换气/净化气换热器II和变换气/净化气换热器I换热，回收冷量，升温至32℃后去合成装置。CO2 吸收塔底部出来的富CO2甲醇溶液，一部分经泵加压后去H2S吸收塔氨冷器冷却，作为H2S吸收塔的吸收介质；另一部分进入
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CO2 吸收塔底部的闪蒸段，在中压下闪蒸出溶解的H2S和部分CO2 。这部分气体与H2S吸收塔底部闪蒸出来的气体一起，经循环气压缩机送至变换气/净化气换热器I前与变换气混合。
由CO2 吸收塔闪蒸段出来的富含CO2 甲醇溶液分成二部分。大部分去再吸收塔上部的低压CO2 闪蒸段，闪蒸出部分纯CO2 ，闪蒸段底部甲醇自流到再吸收塔的主再吸收段；另一部分甲醇去再吸收塔CO2 回收段，闪蒸出一定量的纯CO2。
H2S吸收塔底部出来的富含H2S/CO2甲醇溶液也分成二部分。大部分进入再吸收塔CO2 回收段的底部。在这里，CO2 和少量 H2S 、COS解吸出来，硫化物被自上而下的富含CO2 甲醇溶液再吸收，CO2 汇入塔顶的低压闪蒸段，在低压闪蒸段的顶部用少量富含CO2甲醇闪蒸冷却。CO2 气体与变换气在变换气/ CO2 气体换热器中换热，升温至0℃放空。
H2S吸收塔底部出来的另一部分甲醇与再吸收塔CO2回收段底部甲醇一道，进入再吸收塔的主再吸收段，解吸出大部分残存的CO2 和部分H2S、COS。解吸气与下段来的气体，被低压闪蒸段来的甲醇逆流洗涤，以脱除气体中的硫化物。离开该段顶部的尾气，分别在氨气冷却器和H2S气体/尾气换热器回收冷量后去水洗塔。
在水洗塔中，尾气在上塔被锅炉给水、下塔被甲醇废水脱除其夹带的甲醇。出塔尾气排放至大气。出再吸收塔主再吸收段的甲醇经再吸收塔/贫甲醇换热器换热后进入下塔的上部。N2气引入再吸收塔下塔底部。在再吸收塔下塔，甲醇溶液与进入该塔的含H2S 酸性循环气体逆流接触，脱除气体中硫化物。脱硫后的气体通过升气管进入再吸收塔的主再吸收段。
由再吸收塔下塔底部出来的富含H2S甲醇溶液，用热再生塔给料泵升压，经甲醇循环冷却器和富甲醇/贫甲醇换热器换热升温后送至热再生塔。
进入热再生塔的甲醇用甲醇蒸汽汽提，达到完全再生的目的。该蒸汽部分来自于热再生塔塔底蒸汽煮沸器，另一部分来自甲醇/水分离塔塔顶。
热再生塔顶部出来的甲醇蒸汽/气体混合物经过几次冷却将甲醇冷凝下来。首先，大部分甲醇蒸汽/气体混合物在进热再生塔底部再生段之前，经热再生塔顶水冷凝器，含H2S酸性气体冷凝下来。余下不凝气体在含H2S酸性气体/氨冷器和含H2S酸性气体/尾气换热器中继续冷却，并通过含H2S酸性气体分离器分离冷凝液。然后，含H2S酸性气体分为两股。一股在含H2S酸性气体再热器中换热，于30℃后去硫磺回收装置，另一股循环到再吸收塔下塔以提高含H2S酸性气体中H2S浓度。
收集在热再生塔底部再生完全的甲醇，由CO2 吸收塔给料泵加压后，经甲醇/贫甲醇换热器和再吸收塔甲醇换热器换热后，送至CO2 吸收塔顶部。
热生塔下部抽出少量甲醇送至该塔增水段，由热再生塔再沸器向该蒸馏段提供热量。用甲醇/水分离塔给料泵从该段底部将含水甲醇送至甲醇/水分离塔，分离甲醇中的水，以保证循环甲醇中水含量小于0.5%。甲醇/水分离塔底部由甲醇/水分离塔再沸器供热。顶部甲醇蒸汽作为热再生塔汽提介质，塔底废水一部分循环到水洗，另一部分
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送至污水处理系统。 5.5.3 主要设备
采用板式H2S吸收塔，内径2400mm，总高约30000mm。 采用板式CO2 吸收塔，内径2500 mm，总高约44000mm。 采用板式热再生塔，内径2500/3500 mm，总高约32000mm。 5.6 冷冻技术
冷冻工序设置的目的是为酸性气体脱除工序和空分制氧单元提供所需的冷冻量。采用液氨蒸发制冷，气氨压缩机采用离心式压缩机。 5.6.1 冷冻技术选择
目前国内外大型工业冷冻设备多采用液氨蒸发制冷技术。液氨蒸发制冷设备中气氨压缩主要采用活塞、螺杆及离心式压缩方式。
活塞式和螺杆氨压缩机适用于冷冻量相对较小的场合，投资较低。离心式氨压缩机适用于冷冻量大，冷冻深度不一场合，投资较高。在本装置中，冷冻工序的任务是为酸性气体脱除工序和空分制氧单元提供冷冻量，由于所需冷冻量很大，且冷冻深度不一，因此，本研究推荐离心式氨压缩机液氨蒸发制冷工艺。 5.6.2 工艺说明
从低温甲醇洗各冷点蒸发后的-40℃氨气体，压力约0.07Mpa，进入氨分离器，将气体中的液滴分离出来后进入离心式制冷压缩机进口，经压缩后，出压缩机气体压力升为1.7Mpa，温度约130℃，进入氨冷凝器。氨蒸汽通过冷却水冷凝成液体后，靠重力排入氨储槽。由储槽出来的温度为40℃氨液体一部分直接送空分装置使用，剩余部分截流到0.5Mpa进入氨闪蒸槽，氨液体降温至约4℃，氨闪蒸气与空分装置来的氨气合并进入压缩机补气口进一步压缩至排气压力。出闪蒸槽的氨液体送往低温甲醇洗工序各冷点，再次经各冷点调节阀节流至-40℃，蒸发后的气体返回本系统完成制冷循环。 5.6.3 主要设备
选用制冷机组2套，总制冷量为 -40℃： 8400KW 0℃～4℃： 5544KW 本工序设备由国内制造商供货。 5.7 硫磺回收 5.7.1 概述
硫磺回收装置的作用是将净化装置排出的富H2S酸性气体进行处理以达到环保排放要求，并回收副产品硫磺。本项目设置硫磺回收装置一套，硫磺生产能力为5311t/a。本装置由CLAUS转化系统和Clinsulf-DO尾气回收系统组成。CLAUS转化系统可回收气体中96%的硫，Clinsulf-DO尾气回收系统可收回CLAUS尾气中94%硫，总硫回收率达99.8%以上，尾气排放完全满足环保要求。
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