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年产300万吨煤制油工程工艺设计毕业论文1 绪论1.1 工程设计的背景早在20世纪30年代，第一代煤炭直接液化技术直接加氢煤液化工艺在德国实现工业化。但当时的煤液化反应条件较为苛刻，反应温度470，反应压力70MPa。相继开发了多种第二代煤直接液化工艺，如供氢溶剂法（EDS）、溶剂精炼煤法（SRC-、SRC-）、美国的氢-煤法（H-Coal）等，这些工艺已完成大型中试，技术上具备建厂条件，只是由于经济上建设投资大，煤液化油生产成本高，而尚未工业化。1973年的世界石油危机，使煤直接液化工艺的研究开发重新得到重视。现在几大工业国正在继续研究开发第三代煤直接液化工艺，具有反应条件缓和、油收率高和油价相对较低的特点。目前世界上典型的几种煤直接液化工艺有：德国IGOR公司和美国碳氢化合物研究（HTI）公司的两段催化液化工艺。我国煤炭科学研究总院北京煤化所自1980年重新开展了煤直接液化技术研究，现已建成油品改质加工、煤直接液化实验室。通过对我国上百个煤种进行的煤直接液化试验，筛选出15种适合于液化的煤，液化油收率达50%以上，并对4个煤种进行了煤直接液化的工艺条件研究，开发了煤直接液化催化剂。煤炭科学院与德国RUR和DMT公司也签订云南先锋煤液化厂可行性研究项目协议，并完成了云南煤液化厂可行性研究报告。液化厂建成后，可年产汽油35.34万吨、柴油53.04万吨、液化石油气6.75万吨、合成氨3.90万吨、硫磺2.53万吨、苯0.88万吨。拟建的云南先锋煤液化厂年处理（液化）褐煤257万吨，气化制氢（含发电17万KW）用原煤253万吨，合计用原煤510万吨。南非在这方面走在了世界前列。当时南非政府开始研究煤液化的可能性，主要目的在于摆脱对石油的高度依赖性，保护南非国际收支平衡，提高能源供给安全。几十年过去，通过妥善利用大量煤炭资源，南非还获得了诸多方面的利益，包括增加就业机会，使原本过度依赖农业与采矿业的国民经济实现了工业化。中国现在所处的环境条件与沙索在南非初创之际极为相似，特点就是 “富煤少油”，特别是经济的飞速发展使得对能源的需求急剧增加。据介绍，15家商业规模的煤液化工厂的总产量将可以替代中国2020年石油进口量的15%。当今，人类石油需求量逐年增多，而世界的石油开采储量逐年下降，两个曲线之间会形成一个越来越大的空位。煤制油便可以填补这个空位。煤制油技术有助于中国摆脱对进口原油和石油产品的过度依赖，从而提高能源安全。从中国的能源结构来看，中国具备开发煤制油产业的各种战略驱动因素。煤液化技术最早起源于德国，随着经济的发展和科技的进步，在世界上部分国家经历了从实验室、工艺开发、中间试验、示范工程、工业化阶段的不同历史时期。我国虽然在解放前就有了关于煤制油技术的研究，甚至还建有一些小规模的液化厂，但随着部分油田的发现，研究工作随之都停止了。 在经济迅猛发展的时代，人民生活水平在不断提高，我国对石油的需求量也在不断增加，从石油出口国到石油净进口国，再到对它高度依赖的转变，同时加上国际油价的上涨，甚至是频繁发生的波动，使得原本“富煤、少油”的能源形势变得更加严峻。从国家能源安全战略方面考虑，综合国内的能源形式和能源结构，以煤代油便成为新的煤化工发展方向，也成为人们再次关注的焦点。 自 2004 年 8 月国务院主管部委审批的国内第一个由神华集团负责的煤制油项目在内蒙古自治区鄂尔多斯市伊金霍洛旗正式开工建设以来，到目前为止，国内已经有多家企业陆续开始投入建设，甚至一些还没有得到审批的企业早已跃跃欲试，等待时机开发项目。如今，在内蒙古的煤制油项目当中，既有神华集团负责的煤直接液化技术，又有内蒙古最大的民营企业伊泰集团负责的煤间接液化技术。神华集团的煤制油项目于2004 年正式开工建设，到2007年7月，项目建成了第一条生产线，已于2008 年 12 月底成功出油；伊泰集团的项目于 2006 年 5 月正式开工建设，并于 2009年3月份成功出油。 煤制油项目是国家的新型科研项目之一，尚处于试验和示范阶段。对于这种资金、技术、人才高度密集型的项目，现在国内出现了两种不同的呼吁声音，一种表达了支持的态度，另一种则持反对意见。然而，最终会发展到什么程度，现在谁都无法给出一个准确的答案。1.2 工程设计的必要性2013年我国石油需求低速增长,带动石油供应低速增长.全年石油表观消费量为5.14亿吨,较上年增长2.8;原油产量为2.08亿吨,同比增长1.7;原油加工量为4.79亿吨,同比增长3.3.各石油产品需求增速延续上年明显分化的态势,汽油和煤油分别增长7.8和11.3,分别达到9364.6万吨和2260.9万吨;柴油则罕见地下降0.6,达到17021.3万吨.石油净进口量突破3亿吨,对外依存度达到59.5,比上年上升0.7.汽、煤、柴油继续全面净出口,且净出口量大幅增加.预计2014年我国石油供需将继续增长,石油和原油表观消费量将分别达到5.34亿吨和5.08亿吨,同比分别增长3.8和4;原油产量和加工量将分别达到2.1亿吨和4.98亿吨,同比分别增长1和4;成品油表观消费量为2.98亿吨,同比增长4.2.预计2015年石油和原油净进口量分别为3.24亿吨和2.98亿吨,同比分别增长5.8和6.3,石油和原油对外依存度将分别达到60.7和58.7。供求缺口非常大，所以煤制油工程势在必行。本项目建成投产后，在市场竞争中具有如下优势：（1）本工程投产后，其产品凭借自身的优良品质和综合价格优势，在国内完全可以占据主导地位。解决石油总是依赖进口的问题。（2）本工程投产后，利用相对廉价的原料煤和国内廉价的人工费用，生产出油制品有很大的市场潜力，大部分产品立足国内市场，运输距离短，损耗少；所需化工原料大部分自给或由国内供应，因此本工程在生产成本上将占有很大的优势。同时，项目在生产、营销以及人事等各方面的运作，均与世界先进模式接轨，实行高效管理，将明显降低企业运作和管理费用，所以本工程在生产成本和销售价格上均具有很强的竞争力。（3）本工程的生产设备拟引进世界上先进的工艺技术和装备，对生产其右产品有可靠的质量担保。（4）本工程的建成投产，有政府的优惠政策和主管部门的大力支持，各项优惠政策的实施无疑会大大提高本项目的市场竞争力。（5）目前在国内石油主要依靠进口，价格较高，所以在中国推广煤制油势在必行。 产品污染小于同等开采石油产品。（6） 随着我国经济的不断发展，人民生活水平及生活品味的不断提高，市场对石油产品的需求必将越来越旺盛。因此，本设计题目具有很强的现实意义，亦有很大的发展前景。2 煤直接液化技术概论2.1 煤直接液化的基本原理煤炭直接液化是指把固体状态的煤炭在高压和一定温度下直接与氢气发生加氢反应，使煤炭转化为液体油品的工艺技术。在直接液化工艺中，煤炭大分子结构的分解是通过加热来实现的，桥键的断裂产生了以结构单元为基础的自由基，自由基非常不稳定，在高压氢气环境和有溶剂分子分隔的条件下，它被加氢生成稳定的低分子产物，在没有高压氢气环境和没有溶剂分子分隔的条件下，自由基又会相互结合而生成较大的分子。煤炭经过加氢液化后剩余的无机矿物质和少量未反应煤还是固体状态，可采用各种不同的固液分离方法把固体从液化油中分离出去，常用的方法有减压蒸馏、加压过滤、离心沉降和溶剂萃取等固液分离方法。煤炭经过加氢液化产生的液化油含有较多的芳香烃，并含有较多的氧、氮和硫等杂原子。必须再经过提质加工才能生产合格的汽油和柴油产品。不同的工艺路线，得到的直接液化产品也相差甚远，同时液化产品也与煤种和反应条件(例如压力、温度和催化剂)有关。2.2 煤直接液化工艺介绍直接液化典型的工艺过程主要包括煤的破碎与干燥、煤浆制备、加氢液化、固液分离、气体净化、液体产品分馏和精制，以及液化残渣气化制取氢气等部分。氢气制备是加氢液化的重要环节，大规模制氢通常采用煤气化及天然气转化。液化过程中，将煤、催化剂和循环油制成的煤浆，与制得的氢气混合送入反应器。在液化反应器内，煤首先发生热解反应，生成自由基“碎片”，不稳定的自由基“碎片”再与氢在催化剂存在条件下结合，形成分子量比煤低得多的初级加氢产物。出反应器的产物构成十分复杂，包括气、液、固三相。气相的主要成分是氢气，分离后循环返回反应器重新参加反应；固相为未反应的煤、矿物质及催化剂；液相则为轻油（粗汽油）、中油等馏份油及重油。液相馏份油经提质加工（如加氢精制、加氢裂化和重整）得到合格的汽油、柴油和航空煤油等产品。重质的液固淤浆经进一步分离得到重油和残渣，重油作为循环溶剂配煤浆用。煤直接液化粗油中石脑油6馏分约占1530%，且芳烃含量较高，加氢后的石脑油馏分经过较缓和的重整即可得到高辛烷值汽油和丰富的芳烃原料，汽油产品的辛烷值、芳烃含量等主要指标均符合相关标准（GB17930-1999），且硫含量大大低于标准值（0.08%），是合格的优质洁净燃料。中间油约占全部直接液化油的5060%，芳烃含量高达70%以上，经深度加氢后可获得合格柴油。重油馏分一般占液化粗油的1020%，有的工艺该馏分很少，由于杂原子、沥青烯含量较高，加工较困难，可以作为燃料油使用。煤液化中油和重油混合经加氢裂化可以制取汽油，并在加氢裂化前进行深度加氢以除去其中的杂原子及金属盐。煤在一定温度、压力下的加氢液化过程基本分为下面三大步骤：（1）当温度升至300以上时，煤受热分解，即煤的大分子结构中较弱的桥键开始断裂，打碎了煤的分子结构，从而产生大量的以结构单元为基体的自由基碎片，自由基的相对分子质量在数百范围。（2）在具有供氢能力的溶剂环境和较高氢气压力的条件下、自由基被加氢得到稳定，成为沥青烯及液化油分子。能与自由基结合的氢并非是分子氢（H2），而应是氢自由基，即氢原子，或者是活化氢分子，氢原子或活化氢分子的来源有：（a）煤分子中碳氢键断裂产生的氢自由基；（b）供氢溶剂碳氢键断裂产生的氢自由基；（c）氢气中的氢分子被催化剂活化；（d）化学反应放出的氢。当外界提供的活性氢不足时，自由基碎片可发生缩聚反应和高温下的脱氢反应，最后生成固体半焦或焦炭。（3）沥青烯及液化油分子被继续加氢裂化生成更小的分子。2.3 煤直接液化技术的发展煤炭直接液化技术已经走过了近一个世纪的发展历程。每一步进展都与世界的政治、经济科技及能源格局有着密切的关系。归结起来可以看作三个阶段，每一个阶段都开发了当时最先进的工艺技术。第一代液化技术：1993年到第二次世界大战结束。在这段时间里，德国首先开启了煤炭液化的进程。德国的柏吉乌斯首先研究了煤的高压加氢，从而为煤的直接液化奠定了基础，并获得世界上第一个煤直接液化专利。1927年，德国在莱那(Leuna)建立了世界上第一个煤直接液化厂，规模10万t/a。在19361943年，德国又有11套直接液化装置建成投产，到1944年，生产能力达到423万t/a，为发动第二次世界大战的德国提供了大约70%的汽车和50%装甲车用油。当时的液化反应条件较为苛刻，反应温度470，反应压力70MPa。第二代液化技术：二次世界大战后，由于中东地区大量廉价石油的开发，使煤直接液化失去了竞争力和继续存在的必要。1973年后，西方世界发生了一场能源危机，煤转化技术研究又开始活跃起来。德国、美国、日本等主要工业发达国家，做了大量的研究工作。大部分的研究工作重点放在如何降低反应条件，即降低反应压力从而达到降低煤液化油的生产成本的目的。主要的成果有：美国的氢-煤法、溶剂精炼煤法、供氢溶剂法、日本的NEDOL法及西德开发的德国新工艺。这些技术存在的普遍缺点是：a）因反应选择性欠佳，气态烃多，耗氢高，故成本高；b）固液分离技术虽有所改进，但尚未根本解决；c）催化剂不理想，铁催化剂活性不够好，钻-镍催化剂成本高。第三代液化技术：为进一步改进和完善煤直接液化技术，世界几大工业国美国、德国和日本正在继续研究开发第三代煤直接液化新工艺。具有代表性的目前世界上最先进的几种煤直接液化工艺是：a）美国碳氢化合物研究公司两段催化液化工艺；b）美国的煤油共炼工艺COP。这些新的液化工艺具有反应条件缓和，油收率高和油价相对低廉的特点。2.4 煤炭直接液化典型工艺自从德国发明了煤炭直接液化技术之后，美国、日本、英国、俄国也都独自研发出了拥有自主知识产权的液化技术。以下简单介绍几种11型的煤炭直接液化工艺。（1）德国IGOR工艺12该煤炭直接液化工艺以炼铝赤泥为催化剂，催化剂加入量为4%，不进行催化剂回收。该工艺的主要特点是：反应条件较苛刻，反应温度470，反应压力30MPa；催化剂使用炼铝工业的废渣(赤泥)；液化反应和液化油加氢精制在一个高压系统内进行，可一次得到杂原子含量极低的液化精制油。该液化油经过蒸馏就可以得到低辛烷值汽油，汽油馏分再经重整即可得到高辛烷值汽油；配煤浆用的循环溶剂是加氢油，供氢性能好，煤液化转化率高。其工艺流程框图见图2-1。 图2-1 德国IGOR流程与老工艺相比，新工艺主要有以下改进：（a） 固液分离不用离心过滤，而用闪蒸塔，生产能力大、效率高。（b） 循环油不但不含固体，还基本上排除了沥青烯。（c） 闪蒸塔底流出的淤浆有流动性，可以用泵输送到气化炉，制氢或燃烧。（d） 煤加氢和油精制一体化，油收率高，质量提高。（2）日本NEDOL工艺该煤炭直接液化工艺是日本解决能源问题的阳光计划的核心项目之一。它以天然黄铁矿为催化剂，催化剂加入量为4%，也不进行催化剂回收。反应压力为19MPa，反应温度为460。其主要特点是循环溶剂全部在一个单独的固定床反应器中，用高活性催化剂预先加氢，使之变为供氢溶剂。液化粗油经过冷却后再进行提质加工。液化残渣连同其中所含的重质油即可进一步进行油品回收，也可直接用作气化制氢的原料。现己完成原料煤用量分别为0.01万t/a、0.1万t/a、1万t/a以及150万t/d规模的试验研究。它集聚了“直接加氢法”、“溶剂萃取法”和“溶剂分解法”这三种烟煤液化法的优点，适用于从次烟煤至煤化度低的烟煤等广泛煤种。目前日本此项煤液化技术已达到世界先进水平。其工艺流程框图见图2-2。图2-2 日本NEDOL工艺流程NEDOL工艺特点：（a）反应压力较低，为1719MPa，反应温度455465；（b）催化剂采用合成硫化铁或天然硫铁矿；（c）固液分离采用减压蒸馏的方法；（d）配煤浆用的循环溶剂单独加氢，以提高溶剂的供氢能力；（e）液化油含有较多的杂原子，必须加氢提质才能获得合格产品。3）美国HTI工艺该煤炭直接液化工艺使用人工合成的高分散催化剂，加入量为0.5wt%，不进行催化剂回收。反应压力为17 MPa，反应温度为450。HTI工艺是在H-Coal工艺基础上发展起来的，主要特点：（a）采用近10年来开发的悬浮床反应器和HTI拥有专利的铁基催化剂；（b）反应条件比较温和，反应温度440450，反应压力17 MPa；（c）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，从而大幅度提高了液化油收率；（d）在高温分离器后面串联有在线加氢固定床反应器，对液化油进行加氢精制。其工艺流程框图见图2-3.图2-3 美国HTI工艺流程HTI工艺的主要特点是：反应条件比较缓和，反应温度440450，压力17 MPa，采用悬浮床反应器，达到全返混反应模式；催化剂采用HTI专利技术制备的铁系胶状催化剂，催化活性高，用量少；在高温分离器后面串联在线加氢固定床反应器，起到对液化油加氢精制的作用；固液分离器采用临界溶剂萃取法，从液化残渣中最大限度地回收重质油，大幅度提高了液化油收率；液化油含350450馏分，可用作加氢裂化原料，其中少量用作燃料油。2.5 国外煤液化项目发展情况美国、澳大利亚、印度、新西兰、和菲律宾的情况：目前国外仅南非建设有间接液化法煤制油装置。Sasol公司Secunda煤制油装置将煤转化为汽油、柴油、液化石油气和石化原料，石化原料用于45万t/a乙烯装置。还有一些装置正在规划或建设中。美国2005年8月宣布，将采用间接液化工艺，在Arizona和North Dakota地区建设超清洁柴油及其他燃料产能约为1万桶/d的煤制油装置，主要开发商为Headwaters公司14。经过10多年筹备，美国WMPIPty公司于2006年初宣布，将在Gilberton附近建设废煤(灰分质量分数为40%的屑状无烟煤)处理能力为140万t/ a的煤制油装置，超清洁液体燃料产能为5000 桶/d，发电41MWh。一期工程投运后，WMPIPty公司还将建设产能为一期工程1012倍的工业化煤制油装置。二期工程将采用壳牌公司煤气化技术，采用南非Sasol公司费-托法工艺将合成气转化为液态产品，富石蜡粗烃采用雪佛龙德士古产品公司技术转化为柴油、喷气燃料和石脑油15,16。美国Rentech公司2006年1月首次将费-托法煤制油专利技术转让给DKRW高级燃料公司，接受转让的是DKRW 公司的子公司Medicine Bow燃料和发电公司。项目分2个阶段实施，第1阶段将以煤为原料联产1万桶/d超清洁燃料并发电200MWh，第2阶段将超清洁燃料产能提高到4万桶/d。Rentech公司专利技术将超清洁燃料生产、发电和减少CO2 排放组合在一起，将费-托法尾气中未反应的H2和旁路合成气送至变换反应器，捕集由CO转化来的CO2，富氢物流作为联合循环透平机的燃料使用17。美国合成油公司与澳大利亚Linc能源公司签约，采用合成油公司天然气制合成油Linc能源公司煤地下气化组合技术，在澳大利亚昆士兰合作开发煤制油项目。目前，尽管已有一些装置在规划建设之中，但离投入生产运行至少还需要几年时间，可借鉴的实际经验并不多。澳大利亚是另一个有关“煤制油”项目的活动中心。最近，其注意力集中在将合成石油公司的F-T技术和总部设在布里斯班的Linc能源公司的井下煤炭气化技术结合在一起的项目的建议上。这将是首个综合这两种技术、用煤炭生产合成柴油的项目。该“煤制油”工作将是Linc能源公司进行的秦齐拉项目(位于昆士兰州布里斯班市以西350公里)的一部分，同样包括建设综合电站。这种在地而进行除硫和其他调整的井下煤炭气化生产的合成气，与普通地而煤炭气化系统中获得的合成气相类似但是其成本低。Linc公司今年计划的该秦齐拉项目的第一个商业阶段包括装备一座装机容量3040M W的电站，该电站将向当地市场提供电力。第一阶段设想建设日生产17000桶合成气的“煤制油”厂及进行电站扩建。英国石油公司同时表示对在秦齐拉项目中成为资产合伙人感兴趣。其他评估井下煤炭气化方案的公司，同样对此项目表示出很大的兴趣。随着2005年11月澳大利亚Altona资源公司获得阿卡林加煤炭项目，Altona己指定以美国为基地的Jacobs咨询公司，帮助其确定适当的技术。Jacobs公司着手对与阿卡林加的煤炭资源有关的4项领先的气化技术进行可行性研究。这项工作将与Altona公司计划的钻进计划结合在一起，于2006年第一季度结束。阿卡林加拥有70亿t的次烟煤储量，勘探总面积2500km2。在印度，2004年10月，总部设在美国的Headwaters公司宣布，其子公司碳氢技术公司(HTI)己获得印度石油有限公司(OIT)的一个合同，研究将HTI公司的煤炭直接液化技术用于印度在技术和经济上的可行性。如果印度石油公司决定进行商业性的煤炭直接液化项目，HTI公司将在协商的商业条款下，提供技术许可证。2005年，印度石油公司和印度煤炭公司(CIL)设立了一个特别工作小组，按照印度中央煤矿规划和设计院有限公司(CMPDIT)提供的报告，研究在印度用煤炭生产石油的可能性。据中央煤矿规划和设计院有限公司称，在每桶35美元的价格下，用煤炭生产石油是可行的。该小组将为此新项目制定一份蓝图，可能由两个合资公司实施此项目，一个公司负责生产煤炭，另一个公司建设煤炭液化厂及进行相关的上游活动。过去两年，固体能源新西兰有限公司对提出的将丰富的褐煤转化为运输燃料、总金额6.9亿美元的项目，进行了可行性研究。该国有采矿公司己经对位于该国南岛的大量的“海滨”褐煤资源是否适合煤炭液化项目做出了评估。将褐煤转变为发动机燃料、汽油和柴油，要比将其直接供给该地区的小电站(且该地区对电力需求有限)更有价值。该液化厂每年需要50万t褐煤，价值6.5亿美元。新西兰每年需要1500万t褐煤，生产足够的柴油和汽油，使该国在运输燃料方而达到自足。目前，新西兰大约80%的原油需要进口。总部设在克赖斯特彻奇的固体能源公司不愿意对液化厂的可能位置进行公开评论。该地区9座褐煤煤田中的4座可提供合适的煤炭，并达到环境标准。是否进行此项目将于2006年末做出决定。在未来56年内开始生产液态燃料。2004年，菲律宾政府委托Headwaters公司的子公司Headwaters技术创新集团(HTIG)就开发一个“煤制油”项目进行可行性研究。该研究集中在包括一个煤炭直接液化装置、一个煤炭非直接液化装置(煤炭气化和合成气涤气装置加上一个F-T合成装置和一台发电机组在内的混合厂。该建议的项目每人可生产60000桶合成燃料，基建投资估计为28亿美元。该厂可满足菲律宾大约15%的运输燃料需求，估计每年可节约32 亿美元的燃料费用。煤炭直接液化和F-T装置中，每个装置每人可生产大约30000桶液态燃料。这些产品将与最少量的下游精炼燃料混合，用以达到所需的燃料规格。目前国内外煤制油的开发项目有美国太平原煤制天然气项目，神华108万吨/年没直接液化项目，伊泰16万吨/年煤间接液化项目，晋煤甲醇制10万吨/年汽油项目。3 工艺设计计算3.1 工艺设计计算条件及参数(1) 年设计总产量为：300万吨煤制油（轻质油、汽油、柴油）即3000000T/a(2) 年总运行时间36024=8640，停车即维修时间等，此文计算取值为8000h/a(3) 原料采用内蒙古褐煤，元素质量组成如表3-1表3-1 褐煤元素成分表元素成分质量%元素成分质量%C70.62N2.48H6.28S1.16O18.92P0.54（4） 生成产品介绍及成分质量分数如表3-2表3-2 生成产品成分表及其质量分数产品分类产品组成总质量分数各部分质量分数气体ACH415.725.46C2H647.88C2H426.66气体BC3H67.618.5C3H835.7C4H845.7液体AC4H10 轻质油32.821.46C5C11汽油75.84液体BC11C18柴油43.9 产品介绍：（a）石脑油：又称粗汽油：一般含烷烃55.4%、单环烷烃30.3%、双环烷烃2.4%、烷基苯11.7%、苯0.1%。平均分子量为114，密度为0.76g/cm3，爆炸极限1.2%6.0%。主要成分为烷烃的C5C7成份。常温、常压下为无色透明或微黄色液体，有特殊气味，不溶于水。主要用途：可分离出多种有机原料，如汽油、苯、煤油、沥青等。（b）航空煤油：燃料密度适宜，热值高，燃烧性能好，能迅速、稳定、连续、完全燃烧，且燃烧区域小，积碳量少，不易结焦；低温流动性好，能满足寒冷低温地区和高空飞行对油品流动性的要求；热安定性和抗氧化安定性好，可以满足超音速高空飞行的需要；洁净度高，无机械杂质及水分等有害物质，硫含量尤其是硫醇性硫含量低，对机件腐蚀小。（c）柴油：复杂烃类(碳原子数约1022)混合物。主要用作柴油机。（d）汽油：主要成分为C5C12脂肪烃和环烷烃类，以及一定量芳香烃，汽油具有较高的辛烷值（抗爆震燃烧性能），并按辛烷值的高低分为90号、93号、95号、97号等牌号。汽油由石油炼制得到的直馏汽油组分、催化裂化汽油组分、催化重整汽油组分等不同汽油组分经精制后与高辛烷值组分经调和制得，主要用作汽车点燃式内燃机的燃料。（5）基准：年工作8000h，以1小时为基准，30000008000=375t/h，以100t/h位基准进行计算。（6）原料与催化剂比为100:4，全过程的氢耗量为100:5.8，其中，加氢反应器中的氢耗量占总量的68.00%，加氢反应器中的氢耗量占总量的32.00%。另外残渣内含油8.00%。3.2 设计计算（1）产品的计算生产出液体的量战总产品的比例：32.80%+43.90%=71.70%，总产品的质量：37576.70%=488.92t/h，混合气体A的质量：488.9215.70%=76.76t/h，混合气体B的质量：488.92t/h7.60%=37.16t/h，混合液体A的质量：488.92t/h32.80%=160.37t/h，混合液体B的质量：488.92t/h43.90%=214.64t/h，甲烷的质量：76.7625.46%=19.54t/h，乙烷的质量：76.7647.88%=36.75t/h，乙烯的质量：76.7626.66%=20.46t/h，丙烯的质量：37.1618.52%=6.88t/h，丙烷的质量：37.1635.70%=13.27t/h，丁烯的质量：37.1645.78%=17.01t/h，轻质油的质量：160.3721.46%=34.42t/h，汽油的质量：160.3778.54%=125.95t/h，柴油的质量：488.9243.90%=214.64t/h。（2）原料的计算设制取100t/h的产品油所需的原料为At/h。则所用催化剂为：4%At/h，全过程的氢耗量为：5.80%At/h，其中，加氢反应器中的氢耗量占总量的68.00%，加氢反应器中的氢耗量占总量的32.00%。进入反应器的量：A+4%A=104.00%At/h ，高温分离器分离出的气体及轻油量：82.00%At/h，高温分离器分离出的重质物料量：18.00%At/h ，减压塔分离出的油量：18.00%A76.00%t/h ，图3-1 煤制油设计计算工艺流程图减压塔分离出的残渣量：18.00%A24.00%t/h，残渣内含油量：18.00%A24.00%8.00%t/h，实际的残渣量：18.00%A24.00%（1-8.00）t/h， 进入氢反应器的气体及轻油量：82.00%A+18.00%A76.00%t/h，加氢反应器的氢耗量：5.80%A68.00%t/h ，进入中温分离器分离的总量：82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%t/h，中温分离器分离出的气体及轻质油量： （82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%）94.00%t/h， 中温分离器分离出的重质油量：（82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%）6.00%t/h，循环溶剂的量： 18.00%A24.00%+（82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%）6.00%t/h，加氢反应器的氢耗量：5.80%A32.00%t/h，进入低温分离器的产品总量： （82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%）94.00%t+5.80%A32.00%t/h， 由（1）过程知道总产品的质量：488.92t/h100375=130.38t/h，则进入低温分离器的产品总量： （82.00%A+18.00%A76.00%+5.80%A68.00%）94.00%t+5.80%A32.00%t/h=130.38则A=136.52t/h，故得出：催化剂的加入量：4%136.52t/h=5.46t/h，全过程氢的消耗量：5.80%136.52t/h=7.91t/h，进入反应器的量：A+4%A=104.00136.52t/h=141.98t/h，高温分离器分离出的气体及轻油量：82.00%136.52t/h=111.95t/h，高温分离器分离出的重质油量：18.00%136.52t/h=24.57t/h，减压塔分离出的油量：18.00%136.52t/h76.00%t/h=18.68t/h，减压塔分离出的残渣量：18.00%136.52t/h24.00%t/h=5.90t/h，残渣内含油量：18.00%36.52t/h24.00%8.00%=0.47t/h，实际的残渣量：18.00%A24.00%（1-8.00%）=5.43t/h，进入氢反应器的气体及清油量：82%136.52t/h+136.52t/h76%=130.62t/h。进入反应器的氢耗量：5.80%136.52t/h68.00%=5.38t/h，进入中温分离器分离出的气体及轻质油量：(82%136.52+136.5276%+5.80%136.52t/h68.00%)94.00%=130.57t/h。中温分离器分离的重质油量：(82%136.52+136.521676%+5.80%136.5268.00%)6.00%=8.16t/h。循环溶剂的量：18.00%136.52t/h24.00%+(82.00%136.52+18.00%136.52t/h76.00%+5.80135.5268.00%)6.00%=14.06t/h。加氢反应器的氢耗量：5.80%135.5232.00%=2.53t/h。计算出原料质量如表3-2表3-2 原料质量表原料质量（t/h）煤粉639.94催化剂25.60氢气37.12（3）计算出年产300万吨煤所消耗的煤粉为： 639.978000=511.98万吨/年，则煤制油的产率为w=300511.9858.6%。4 生产工艺设计4.1 生产工艺设计方案本设计项目采用高品质原煤为原料，经过煤液化处理后，再进行深度加工，生产出柴油、汽油等产品。煤制油直接液化工艺流程图3-1所示。洗选后的原煤经皮带机输送到备煤装置，加工成煤液化装置及其他装置所需的煤粉。催化剂原料在催化剂制备装置加工，并与供氢溶剂混合调配成液态催化剂，送至煤液化装置，在高温、高压、临氢和催化剂的作用下，发生裂化反应生成煤液化油送至加氢稳定装置(T-Star)，反应剩余的煤粉和部分油质组成的油渣送至自备电站作为燃料。加氢稳定装置主要是生产满足煤液化要求的供氢溶剂，同时将煤液化粗油脱除硫、氮、氧等杂质进行预精制。其中，柴油馏分送至加氢改质装置进一步提高油品质量，轻质溶剂返回煤液化装置和备煤装置作为供氢溶剂使用。生产初期所用的供氢溶剂需外购。各加氢装置产生的含硫气体经轻烃回收及脱硫装置处理后作为燃料气。加氢稳定产物分馏切割出的石脑油至轻烃回收及脱硫装置处理，重石脑油进一步到加氢改质装置处理。各装置产生的酸性水在含硫污水汽提装置处理后循环使用。煤液化、煤制氢、轻烃回收及脱硫和含硫污水汽提等装置脱出的含硫化氢酸性气体，经硫回收装置制取硫磺。各加氢装置所需的氢气，由煤制氢装置生产供给。空分装置制取氧气和氮气，供煤制氢、煤液化等装置使用。本项目工艺流程主要包括煤炭洗选单元，制氢工艺单元，催化剂制备单元，煤液化反应单元，加氢改质单元等。4.2 主要工艺装置及介绍主要工艺装置：煤浆制备罐、原料缓冲罐、加热炉低压煤浆泵、反应器、循环氢压缩机、冷高压分离器、减压塔、换热器、分馏加热炉等煤浆预热炉：炉膛沿长度方向分为预热段、加热段和均热段。进料端炉温较低为预热段，其作用在于利用炉气热量，以提高炉子的热效率。加热段为主要供热段，炉气温度较高，以利于实现快速加热。均热段位于出料端，炉气温度与金属料温度差别很小，保证出炉料坯的断面温度均匀。燃料为煤粉。换热器：将热流体的部分热量传递给冷流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标的热量交换设备。煤直接液化装置流程图见附图1。4.3 最核心工艺的选择现在世界上典型的煤直接液化工艺主要有3种，即德国的IGOR工艺、日本的NEDOL工艺和美国的HTI工艺，如何在这3种工艺中作出合理正确的选择，是项目规避技术风险的重要环节。选择煤液化工艺首先要考虑煤质的适应性，试验表明本项目煤非常适合采用直接液化工艺。同时采用煤直接液化工艺投资省、运行成本低，因而投资回报率高。HTI工艺特点如下：(a)在反应器设置外动力循环方式来实现液化反应器的全返混运转模式，油收率较高。(b)使用新一代的高效催化剂，添加量少，成本低。(c)全馏分离线加氢，供氢溶剂配制煤浆，实现长期稳定运转。(d)反应条件相对比较温和。HTI工艺是在H-COAL工艺和CTSL工艺的基础上发展起来的。H-COAL是由美国碳氢化合物研究公司研制的，其前身是沸腾床重油加氢裂化H-OIL工艺。H-COAL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，加压到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。CTSL工艺是在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，采用两个与H-COAL工艺相同的反应器，达到全返混反应模式；催化剂为采用专利技术制备的铁基胶状催化剂，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，从液化残渣中最大程度回收重质油。在上述两种工艺的基础上，利用悬浮床反应器和铁基催化剂进行工艺改进，形成了HTI煤液化新工艺。HTI工艺的主要特点是：反应条件比较缓和，反应温度440450，压力17-19MPa10；采用悬浮床反应器，到达全返混反应模式；煤液化的第一段和第二段都是装有高活性加氢和加氢裂解催化剂（Ni、Mo或Co、Mo）的沸腾床反应器，两个反应器既分开又紧密相连，可以使加氢裂解和催化加氢反应在各自的最佳条件下进行。液化产物先用氢淬冷，重质油回收作溶剂，排出的产物主要组成是未反应煤和灰渣。同氢-煤工艺相比较，C4以上在402馏分油增加53%23，液化1吨无水无灰煤生成的馏分油从3.3桶提高到点5.0桶；C1C3气体烃产率从11.3降到8.6%，氢利用率从8.4%提高到10.7%；油品质量提高，氮、硫杂原子减少50%，从而使煤液化经济性明显改善，液化油成本降低了17%。其工艺流程图23如图4-1。图4-1 HTI工艺流程简图4.4 直接用煤的洗选煤直接液化的操作条件要求较高，对煤种有严格要求24,25：(a)煤中的灰分要低，一般小于5%，因此原煤要进行洗选，以得到精煤进行液化。煤的灰分组成对液化过程也有影响，灰中的Fe、Co、Mo等元素对液化有催化作用，而Si、Ca、Mg等元素则不利于液化，且容易引起设备结垢。(b)煤的可磨性好。直接液化过程要求先把煤磨成200目左右的煤粉，并干燥到水分小于2%。如果可磨性不好，生产过程能耗会很高，设备磨损严重，配件、材料消耗大，增加生产成本。水分高将不利于磨矿和制煤浆。(c)煤中氢、氧含量差别越小越好，可以减少加氢量，同时减少生成的废水。(d)煤中的硫分和氮等杂质含量越少越好，以降低油品加工提质的费用。(e)煤岩的组成也是液化的一项主要指标。丝质组成越高，煤的液化性能越好；镜质组成量高，则液化活性差。煤炭直接液化项目要求原料煤灰分5%，总水分17%。为了达到这一标准，选煤厂在工艺选择上，要以最大限度降低煤炭灰分作为主要目的。为此，采取以重介旋流器为主的选煤工艺，生产出满足液化用原料煤质量的精煤，而且中煤能满足制氢和锅炉用煤的要求。4.5 煤直接液化反应器的制造煤液化反应器的制造是煤液化项目中的核心制造技术。煤液化反应器在高温高压临氢环境下操作，条件苛刻，对设备材质的杂质含量、常温力学性能、高温强度、低温韧性、回火脆化倾向等都有特殊要求。反应器材质为2.25Cr-1Mo-1/4V，是中国一重集团新开发的钢种。反应器外径5.5m，壁厚335mm，设备单体质量达2050t，是目前世界上最大的反应器。反应器由中国石化工程建设公司和中国第一重型机械集团公司设计院联合设计，由一重制造的神华集团两台煤直接液化反应器已于2006年下半年制造完毕，并成功地吊起，矗立在神华集团煤制油公司工地上,本设计也采用该型号反应器，其反应器图形如下：图4-2 煤液化反应器示意5采用悬浮床反应器，具有两个优点：(a)通过强制内循环，改善反应器内流体的流动状态，使反应器设计尺寸可以不受流体流动状态的限制，因此，单台设备和单系列装置处理能力大；(b)由于悬浮床反应器处于全返混状态，径向和轴向反应温度均匀，可以充分利用反应热加热原料，降低进料温度；同时气、液、固三相混合充分，反应速度快，效率高。4.6 煤直接液化催化剂新型高效“863”合成催化剂是国家高新技术研究发展计划(863计划)的一项课题成果，性能优异，具有活性高、添加量少、油收率高等特点。该催化剂为人工合成超细铁基催化剂，主要原料为无机化学工业的副产品，国内供给充足，价格便宜，制备工艺流程简单，生产成本低廉，操作稳定。由于催化剂用量少，在催化剂制备装置将催化剂原料加工，并与供氢溶剂调配成液态催化剂，有效解决了催化剂加入煤浆难的问题。根据表3-2中每小时消耗催化剂的质量，则年消耗催化剂：25.608000=204800吨/年,工程选用一套133 吨/年催化剂生产装置，产量为催化剂煤粉33万吨/年。4.7 煤直接液化制氢单元采用Shell粉煤加压气化工艺，该工艺是目前世界上较先进的典型的煤气化工艺之一。图4-3 Shell煤气化装置流程简图根据表3-2计算出年消耗氢气的质量为37.12t，则体积v=100037.12222.4=415744 m3/h。所以选择气化炉有效气体(CO+H2)生产能力为420 000m3/h。Shell煤气化属加压气流床粉煤气化，以干煤粉进料，纯氧做气化剂，液态排渣。煤气中的有效成分高达90%以上，甲烷含量很低，煤中约83%以上的热能转化为有效气，约15%的热能以中压蒸汽的形式回收。其工艺流程图如图4-3所示。4.8 煤直接液化空分装置采用德国林德公司空分技术，由两条生产线组成，单条生产线制氧能力为50 000m3/h。空分装置主要为煤制氢装置提供高压高纯度氧气，为煤液化、煤制氢、加氢改质、轻烃回收等装置提供高、中、低压高纯度氮气，为各装置提供仪表空气。4.9 煤直接液化自备电站煤直接液化项目，需工业蒸汽400t/h，年排出油渣60万t、洗中煤33万t，可燃性化工尾气1400030000m3/h。自备电站的燃料主要来源于煤直接液化所产生的油渣、洗中煤和可燃性化工尾气，不足部分补充洗中煤，电站总装机容量为600MW。4.10 煤直接液化控制系统美国霍尼韦尔公司(Honeywell)为项目提供9套集散控制系统(DCS)、2套紧急停车系统(ESD)、3套安全栅、9套可燃气体及有毒气体检测报警系统，以及相关的机柜、系统接口、系统集成和备品备件，以保证项目的整体运行安全、可靠和高效。4.11 煤直接液化固液分离系统采用成熟的减压蒸馏技术进行固液分离，减压蒸馏技术在石油化工领域广泛使用，并且十分成熟。一个减压蒸馏塔可代替上百台离心过滤机，因此处理量大，且不需烦琐的过滤操作，使设备和操作大为简化，且采用该技术所获得的油收率并不低。根据试验结果，按照控制减压塔底固体质量分数50%来操作，非固体成分大部分是沥青类液体，实际残渣带走的油只有塔底物的3%左右，对整个油收率的影响在1%以下。4.12 煤直接液化固液供氢溶剂煤直接液化过程中，溶剂的作用机理表明，合适的供氢溶剂是含有较多稠环芳烃并经部分加氢的物料。在煤直接液化工艺中，将常压蒸馏塔和减压蒸馏塔的全部馏出物送入加氢稳定装置，按要求的深度加氢后作为供氢溶剂。煤浆制备全部采用供氢溶剂配制。T-Star工艺是沸腾床缓和加氢裂化工艺，借助液体流速使具有一定粒度的催化剂处于全返混状态，并保持一定的界面，使氢气、催化剂和原料充分接触而完成加氢反应的过程。该工艺具有原料适应性广、操作灵活、产品选择性高、质量稳定、运转连续、更换催化剂无需停工等特点。5 总平面布置设计5.1 总平面布置的基本原则（1）工厂的总平面布置应根据车间的生产性质、建筑类别、防火、卫生、安全及施工要求，结合场地的地形、地质、气象等自然条件，进行合理的布置和安排，为生产创造良好的条件，以取得较好的技术经济效果。（2）工厂的总平面布置应达到生产流程顺畅，原材料的搬运线路短捷方便，避免频繁的货流交叉。化工厂原料进厂不得穿越主要生产区。（3）工厂的生产车间辅助建筑物，应尽量组合成联合厂房或多层建筑物，以节约厂区用地。（4）工厂内应布置绿化和美化设施，使工厂具有整洁优美的生产环境，为生产创造必要的良好条件。（5）工厂的主要生产车间的朝向，应具有良好的自然通风和采光条件，避免因建筑朝向问题影响操作条件。（6）散发粉尘的备料车间，以及具有火灾危险性的