对德士古水煤浆加压化工艺的认识

1、对德士古水煤浆加压化工艺的认识王会民（陕西渭河煤化工集团有限责任公司，陕西渭南，714000） 2002-10-16陕西渭河煤化工集团有限责任公司 （简称谓化）气化装置采用美国德士古公司6.5MPa水煤浆加压气化技术，该装置在渭化首次投料以来，经过工程技术人员的不断摸索和技术改造，得以安全、稳定、高负荷运行。德士古水煤浆气化装置主要包括煤浆制备、煤浆储存与输送、水煤浆气化以及灰水处理4个工序，其核心和关键设备是气化炉。德士古水煤浆气化过程是水煤浆与限量控制的氧气进行反应，是一种非催化的部分氧化反应。气化过程涉及高温、高压、非均相、湍流条件 下的物理和化学过程的相互作用，也包括大量高度关联的各种

2、反应（部分氧化反应、分解挥发反应、蒸汽转化反应、水煤气转化反应等）。目前，人们对气化炉燃烧室的研究越来越深入，但迄今为止，在工业应用方面还没有一个突破性的进展，工业生产上仍然不得不把气化炉（特别是燃烧室）作为一个“黑箱”来对待。因此，工业生产过程中的氧碳比、岀口工艺气的水气比、物料在气化炉内的停留时间、急冷室的调 节和控制以及灰水系统 pH值的控制就显得尤为重要。1 碳黑洗涤塔岀口工艺气的水气比碳黑洗涤塔岀口工艺气水气比的大小对后续变换工段的运行有很大的影响。提高水气比，有利于提高平衡变换率和防止积炭、降低甲烷化等副反应。但水气比过高，会降低湿气中CO浓度，相对缩短接触时间，从而降低了CO变换

3、率。特别是在变换催化剂使用后期，随着催化剂活性的降低，就需要逐步提高床层的入口温度来维持一定的变换率。此时过高的水气比会使床层温度偏低，造成操作困难或者不 得不降低系统负荷。另外，过高的水气比还会导致变换工段冷凝液偏大，造成冷凝液平衡困难或者工程投资加大。因此，水气比的高低在 工程上具有重要意义，必须全面考虑，并进行详细计算。渭化240C，5.97MPa（碳黑洗涤塔出口工艺气参数）运行工况下的水气比计算：查热力学性质表可以得到 240C对应的水蒸汽平衡压力为户Pe=3.4138MPst则对比压力：p r = Pe/Pc= 3.4138 / 21.76 = 0.157式中：Pe H2O的平衡压力

4、，MPaPc H2O的临界压力，MPa 对比温度：T r=T/=（240+273） /647.3=0.793式中：Tc H2O的临界温度，Ko根据荷根（hougen）和华德生（watson）的普遍化压缩因子图，由Pr和Tr查表可以得到，在操作条件下水蒸汽的压缩因子：Z=0.89。碳黑洗涤塔岀口水气比为：Pe/ Z/ （P - Pe）=1.50式中：P碳黑洗涤碳的操作压力，MPa根据上述计算可以看出，渭化厂运行中水气比较大，高于设计值1.44，也大于同类型的德士古水煤浆气化厂（鲁南化肥厂、安徽淮化集团水气比分别为1.361.40、1.041.10）。同时，碳黑洗涤塔出口又有少量的液沫夹带现象，更

5、进一步提高了碳黑洗涤塔出口的水气比。众所周知，水气比的大小取决于操作压力和其对应的温度。操作压力取决于设计条件、系统能耗以及阻力大小，但在实际操作中压 力调节的富裕量很小。碳黑洗涤塔岀口工艺气的温度和气。化的水气平衡密切相关，由于只能通过调整水量的平衡来对碳黑洗涤塔的岀口 温度进行微调，所以，温度的调节手段也十分有限。鉴于此，渭化于1998年对碳黑洗涤塔内部进行局部改造，并在岀口增设气液分离罐，基本遏制了工艺气进入后续工段产生的液沫夹带现象。并采取如下调节方式来进一步降低碳黑洗涤塔岀口工艺气的水气比：通过增加碳黑洗涤塔底部排放量（相应地，为了维持碳洗塔的液位，就需要提高碳洗塔的进液量），强化传

6、热，带岀热量；对灰水处理工段进行适当调节，降低进入碳黑洗涤塔灰水的温度；增大塔盘洗涤水（蒸汽冷凝液）的流量。总之，碳黑洗涤塔岀口水气比的高低对装置运行有较大影响，特别是对于延长变换催化剂的使用寿命有一定的现实意义。渭化厂由于最初设计条件的限制（高压、高温），对于大幅度调节工艺气的水气比有较大的局限性。因此，对于今后其它企业的技术改造和设计来说， 在工艺包和工程计算中应该有一个较大的调整范围以不断适应工程的需求。2 气化炉急冷室急冷室主要有急冷环、下降管和上升管组成。激冷水经过激冷环分配室的小孔喷射进入激冷室，沿下降管内表面流下，与煤气并流接触，完成降温、增湿、除灰等过程。一方面，高温的煤气和灰

7、分通过辐射和对流将热量传递给水膜，使水膜内的水部分汽化，并进入煤 气主流，煤气温度急剧降低并增湿；另一方面，激冷水水膜中的水不断蒸发，但水膜仍然因激冷水的持续补充而存在且均匀分布在下降管 的内表面，保护下降管免受高温带来的变形。下降管内存在气、液、固三相流，同时也存在传热、传质和流动等现象，从而使问题复杂化。2.1 下降管的中心温度根据多维模拟的研究结果，渭化下降管的中心温度变化如图1。卅 一亠 *- 亠ft J/ni田1下障管中心温度沿管炊的变化与目前渭化的运行工况基本吻合。在下降管1.5m以上的空间，因为温度下降速度快，下降管承受的温度梯度变化大，故容易产生鼓包、变形和损坏等异常现象。2.

8、2 激冷室液位激冷室内下降管、上升管环隙和激冷室液位可视为3个相通的连通管。当无气体在气化炉流动时三管内液位相等，有气体流动时，下降管岀口处的气体加速度能扰动黑水形成上升管内的多相流。根据资料，通过齿形孔（下降管底部）的气体流动能加上激冷室内循环黑水的流动能量与上升管岀口两相流体流动的能量相平衡，即：液体（位能+压力能）+气体（压力能+加速度能）=两相流（位能+压力能+ 加速度能+上升管及扩大阻力）。相关资料的研究表明，渭化激冷室在高液位（2.76m）运行时，激冷室内部黑水循环量相当大，高达3100朋/h;在低液位时黑水循环量为2050ml/h，这表明下降管下部齿孔面积加大后形成二相流的加速度

9、能下降，从而降低了黑水循环量，减少了气体的液体夹带量，有利于 气化炉的正常操作。正常运行过程中，气化炉激冷室的液位控制过高时，会造成激冷室内部黑水循环量的急剧增大，产生工艺气严重带灰、带水的现象,继而对后续工段产生严重影响；激冷室液位控制偏低时，会造成岀口工艺气激冷饱和不充分，工艺气温度偏高等问题。在渭化试车期间， 如液位控制在70%左右时（设计操作液位），会产生严重的带水现象，带水量一般达到激冷室正常补水量的15%35%，甚至更大。气化炉激冷室最佳液位控制量在计算、分析上是一个十分复杂的过程，它与气化炉的运行工况密切相关。涉及因素也很多，包括煤（体积种、煤中的灰分含量、运行过程中氧碳原子比以

10、及激冷室的设计结构尺寸等因素。经过渭化几年来的运行，证明激冷室容积适当增大 和高度等）对优化激冷室液位控制，提高操作弹性，大幅度减少工艺气带灰、带水现象有一定的好处。3 气化炉燃烧工况3.1 氧碳化理论上，气化过程的氧碳原子比趋近于1.0，碳转化率随着氧碳比的增加而增加，以渐近线的方式接近于100% ;在一定煤浆浓度条件下，氧碳比越高，气化温度就越高，CQ就升高，工艺气中的有效气体成分（甩+CO）就降低，CH4含量会降低。反之，氧碳比越低，气化温度就越低，CQ含，量就会降低，工艺气中的有效气体成分就会升高，但CH含量就会升高，碳的转化率就会降低。过低的气化温度还有可能造成气化排渣困难，影响气化

11、炉正常运行。氧碳化的影响见图25。审-Miez图2碳转化率与矍饕比示意关联图图J气化炉温度与示童关联图i!*!Matt图坊工艺氓中CQ含議与戦窝比禾意黄联阳r* 400libsIl I IH舊血)sn(wr阳5 化沪*P陀漁度力缈竝誇机曲勢图（混度为示愈值渭化气化炉氧气消耗量 17.75km3/h，单台气化炉煤浆消耗量 36.75 X 10开/h，煤浆浓度60.5 %，煤浆密度1.21g /L,气化炉工 艺气流量（干基）53.7 X10 3m/h。运行工况下氧碳比的计算： 进入气化炉氧原子摩尔流量（氧气纯度按0.998计）为1.581 xi06moL/ h。 参加气化炉反应碳原子摩尔流量（煤中

12、碳元素含量为68.94 %，煤浆中所加添加剂和助熔剂的影响因量较小，未考虑 ）为1.546 X10 6mol/h。 入气化炉的氧碳原子比为1.02。工业生产中，对气化炉运行的氧碳比应综合考虑，不能单纯为了追求高的有效气体含量而降低氧煤比，也不能因提高氧碳比而忽视 有效气体含量和炉膛温度。氧碳比的选择既要考虑有效气体成分的含量，还要保证气化炉/顷利排渣以及气化炉运行工况的需求。适宜的 氧碳比在运行中可以通过 CH含量、气化排放粗渣中的残碳含量、粗渣中的C“Q含量以及所排粗渣的形状来判断气化炉炉膛温度。所排粗渣的形状应以外观光滑、圆颗粒状占30%50%适中。如果排放的粗渣中发现拉丝形状，表明炉膛温

13、度可能偏高；如果出现粗渣颜色发黑，细渣含量很高，可能炉膛温度偏低。另外，气化炉炉膛温度是一个很重要的运行参数，但目前测量温度基本上还是采用传统的直接热电偶 测量法，而在测量过程中，因热电偶插入炉膛的尺寸有变化，同时在运行过程中氧煤比不可能恒定不变，因此热电偶测量端点不可避免受 到灰渣覆盖的影响，这对于温度的准确性有着较大的影响。渭化通过几年来运行的经验总结，氧煤比略高于1.0（具体值应根据实际总结），对于气化装置的长周期运行也是较为合理的，气化炉耐火砖的使用寿命也不会受到影响（渭化耐火砖的寿命大于同类型的生产厂家）。因此，气化实际运行过程中合理的氧煤比取决于煤种、排渣形状、甲烷含量、粗渣中Cr

14、2O含量以及工艺气成分等综合因素，对于特定的气化装置需要通过不断摸索来确定氧煤比。3.2 气化炉燃烧室气化炉燃烧室的反应很复杂，影响因素也很多，除煤种、氧煤比、煤浆浓度等主要因素外，还包括烧嘴压差、渣口压差以及烧嘴的雾化程度等。一般将气化炉燃烧室划分为3个区域，即射流区域、管流区域和回流区域。射流区域内的介质有水煤浆和来自回流区的高温烟气发生发应；管流区的介质为来自氧气消耗完之前的燃烧产物以及甲烷、残碳、水蒸汽等，主要进行碳的非均相气化反应、甲烷水蒸汽 转化反应、逆变换反应等；回流区中的介质为在射流卷吸作用下来自射流区的燃烧产物、残碳、水蒸汽等进行反应。渭化烧嘴压差一般为 1.0MPa以下，渣

15、口压差一般控制在0.1MPa以下，运行工况较为稳定。渭化气化装置运行部分数据如表1，2。 1原煤分析RtS!%蛤水内水来莎捋笈分固犠CHON S ftfll/MI儿12花弭林4的1血恪6创0曜.羚2 Biiii洗涤塔出口工莒气塑咸出度压力出口工艺*熾成廐 七 MJ* 一云） 円 尽 艮耳 昭馬+打M0 二盯 45刃早西34.00 些0 冬曲卫抽1）参加气化反应的水量（气化水的分解率）在煤气化反应的高温条件下，煤与水蒸气发生反应，生成CO和氢气。同时，煤浆中的部分水和部分煤完全燃烧生成的水，与co反应，生成氢气和 CO此间，有吸热反应，也有放热反应。因此，水既是反应物，又是温度缓和剂。渭化气化过

16、程反应所消耗的水量：由碳 黑洗涤塔岀口工艺气体积流量以及气体组成，可以计算得到气化炉燃烧室岀口工艺气（干基）的质量流量（溶解气体因量小而忽略）为5.386 X10 7g/h ；由参加气化反应的氧气体积流量可以得到其质量流量为2.536 X107g/h;由煤浆浓度和其流量可以计算出进入气化炉燃烧室参加反应的总水量为 2.690 X10 7g/h ;由煤浆流量、碳元素含量可以计出参加气化反应煤的有效量为2.327 X107g/h（其中碳的转化率按98%计，助熔剂和添加剂按2.0 %的加入量计）：根据物料平衡参加气化直接反应所消耗的水量为0.523 X10 7g/h，气化反应消耗的水量（或水的分解率

17、）占进气化炉总水量的百分比为重9.44 %。气化炉急冷室出口的工艺气在高温条件下被水所饱和，其湿基流量约为134.25 X103m1/ h（水气比按1.5计），因此根据上述计算，出气化炉燃烧室工艺气（湿基）流量有134.25 -80.67=53.68 X10 3ni/h（43.06t / h）的水在急冷室被气化后随同工艺气进入下游工序。在气化炉急冷室内，蒸发和冷凝现象同时存在着一种动态平衡。通过急冷室内的大量水被汽化的现象进一步说明了急冷室内部黑水循环量很大， 继而说明了气化炉急冷室工况的复杂性。2）气化炉燃烧室物料停留时间根据进入气化的总水量和水的分解率可以计算得到出气化炉燃烧室工艺气的体积

18、流量（湿基）为80.67 X10 3用/ ho又根据气体状态方程 PV/T=PV/T得到燃烧室物料的体积流量 V=7.424X10 3m/ho式中：P。、V。、T。分别为标准状态下气体的压力、 体积和温度。气化炉炉堂温度按132C，压力按6.34MPa计。又知气化炉燃烧室的有效体积为重2.7m，故满负荷下物料在气化炉燃烧室的停留时间为6.15s。物料在燃烧室的停留时间同系统负荷、燃烧室体积等因素相关联，停留时间也影响气化反应进行的深度。停留时间较长，一些副反应的产物可能会增加，碳的转化率会进一步提高。气化燃烧室进行的反应很复杂，气化反应的速率也很快，渭化气化炉燃烧室物料停留时 间也较长，应该可

19、以进一步缩短。同时，副反应产物的含量甚微，对工业生产不足以造成影响，这也预示着仅燃烧室（当然还存在烧嘴等诸多因素）而言有进一步提高负荷的空间。4 水系统渭化在开车初期几年内灰水系统pH值相对较高，氨氮含量偏高（pH值8.38.6，NH N200-350mg/L），灰水系统容易结垢，一些换热器、管线时常结垢，导致系统阻力增加，热平衡困难，给装置的长周期稳定运行造成了很大影响。随着原的改变和经验的积累，目 前水系统的运行情况得到了一定好转（pH值8.08.2，NH N100- 160mg/L），使装置的稳定运行周期明显得到提高。4.1 水系统酸性物质水系统中一般存在若干酸性物质，按照酸性强弱顺序依

20、次为氯化氢、甲酸、碳酸、硫化氢等物质。这些物质是原料煤中所含元素化合物经过气化高压高温反应的结果，大多以离子态溶解于水中。4.2 水系统碱性物质煤气化水系统中存在的碱性物质有氨以及可溶性碱金属的化合物。原料煤经气化反应，煤中的碱金属（Ca2+、MgJ KJ等）生成碱性物质，大多进入融渣，排出气化炉外。煤中的氮元素有部分转化成氨（有关资料报道约 15左右 ），根据实际生情况可以判断，系统中富裕的氨足够平衡水中的酸性物质。反应生成的氨一部分进入气相，一部分进入液相。然而，氨在系统中的分配不平衡，温度较高的碳黑洗 涤塔、气化炉急冷室等部位，水相溶解的氨较少，pH值相对较低。温度较低的下游因温度较低，

21、氨在水中的含量就较高，pH值相对偏高。4.3 系统水的 pH 值控制对于按设计条件投入运行的煤气化装置，装置中生成影响水系统PH值的物质的量是一定的，不能进行调整，除非更换煤种或改变工艺条件。但反应生成的氨在系统中分布呈现一定的规律性，温度较高的上游，氨含量相对较低；温度较低的下游，氨含量就相对较高。因此碳黑洗涤塔和气化炉急冷水PH值就通过后续变换工段的冷凝液量来调节。变换工段冷凝液的返回量对整个系统的pH值平衡有很大的影响，返回量过大，就有可能导致工艺气中氨含量过高，在变换工段产生碳酸氢铵结晶堵塞设备；返回量过少，有可能使气化炉和碳黑洗 涤塔的PH值较低，对系统产生腐蚀。因此，返回进入碳黑洗

22、涤塔的变换冷凝液量要根据实际情况认真平衡和调整。5 德士古水煤浆加压气化装置运行经验总结a）气化装置工艺操作简单，负荷弹性大。b）装置负荷升降速率快，可以在较短时间内满足后序系统负荷调整变化的需要。c）气化反应的碳转化率高 （可达 98以上 ）。d）气化所产工艺气组成简单，无焦油等污染物。但有效气体（CO+H2） 成分低，含量高 （ 或波动范围大 ） 。e）工艺操作参数 （如氧煤比 ）在工业生产中的优化量值标准不易摸索确定， 难于掌握， 需通过煤质、煤浆浓度、 排渣情况、 气体成分、 气化炉耐火砖等综合因素分析、判断。f）德士古水煤浆加压气化装置的生产稳定性有着与其相适应的最佳煤种和灰成分的要

23、求。g）与气化装置相配套的空分装置在设计上应有一定的富裕量，以适应工业生产中煤种的不断变化和优化工况对氧气的调节需求。h）水系统合理的配管设计和运行经验总结、改进 （渭化对原设计已进行了局部改造 ）对于减缓管道磨蚀，防止泄露十分重要。另外， 设计时应充分考虑因设备结垢所导致的运行参数和合理能量回收的需要。i ）生产过程中，德士古气化烧嘴和气化炉渣口压差波动大，对气化炉燃烧工况和气体成分有一定影响。特别是烧嘴压差波动频繁， 影响因素多 （煤浆给料泵、烧嘴使用状态等 ） ，准确原因分析判断困难。j ）气化炉激冷室内部属多相流，工况复杂。因此，急冷室容积、下降管、升气管以及齿孔面积等参数的准确设计和

24、合理的裕量， 实践证明是十分必要的。k）单台气化炉的合理运行周期主要取决于气化炉烧嘴的使用寿命，一般以3050d为宜。过长的的运行周期可能会增加烧嘴的检查、维修费用，也可能因烧嘴冲刷导致气体偏流而影响燃烧工况，恶化时引起炉砖的局部损坏。l ）不断改进并完善气化炉炉膛的测温系统，这对于优化工况、延长装置运行周期是十分必要的。m）急冷室下降管运行过程中温差变化大，易出现下降管变形和损坏的情况，原因分析判断困难。n）气化炉排渣系统 （特别是捞渣机 ）的可靠性对于装置长周期运行十分重要。气化炉在运行过程中工况可能发生波动，使一次排渣量过大（如急冷室积渣时 ） ，这对于排渣系统是一次考验，甚至会发生因排

25、渣量过大导致捞渣机故障而中断运行现象（渭化对捞渣机已进行了彻底改造 ） 。o）气化装置黑水、灰水系统的pH值调节和控制，对于控制酸性腐蚀、减缓碱性条件下的结垢和提高仪表元件的使用寿命有着重要意义。p）气化装置的部分设备 （如煤浆给料泵、阀门和管件等 ）的安全可靠性对于保证气化装置长周期安全稳定运行是至关重要的对水煤浆加压气化工艺技术的评述章荣林(中国天辰化学工程公司，天津300400 ) 2006-11-171水煤浆加压气化工艺技术的现状水煤浆加压气化是美国德士古公司开发并应用于工业化生产的。国外已建成投产的装置有 6套，15台气化炉。国内已建成投产的装置有7套，21台气化炉；正在建设、设计的

26、装置还有4套，13台气化炉。这些已建成投产的装置最终产品有合成氨、甲醇、醋酸、醋酐、氢气、一氧化碳、燃料气、联合循环发电，各装置自建成投产后，一直连续稳定、长周期运行。该工艺技术的专利许可证费已有大幅度降 低，装备国产化率已达 90%以上，由于国产化率高，装置投资相应降低。一套投煤量 500 t/d，气化压力为4.0MPa的气化炉系统投资约 7000 万元。一套投煤量1000t/d，气化压力为4.0MPa的气化炉系统投资约11000万元。一套投煤量 750t/d，气化压力为6.5MPa的气化炉系统 投资约9000万元。近年来国内有关大专院校和科研单位还开发了具有自主知识产权的水煤浆气化工艺技术

27、。华东理工大学开发的多喷嘴对置式水煤浆加压气化技术，西北化工研究院开发的多元料浆加压气化技术，都各有其特点。2 特点及优点(1) 水煤浆气化对煤质的适应性较广。烟煤、次烟煤、无烟煤、高硫煤及低灰熔点劣质煤、石油焦等均能用作气化原料。气化温度一般比在还原性气氛下的灰熔点T4高50100C，由于耐火砖衬里承受高温抗渣的限制，一般要求煤的灰熔点在还原性气氛下T4 1300C。气化温度下的煤灰粘度要求在 2540Pa.s之间，且变化平稳。对较高灰熔点的煤，也可以采用高灰熔点煤与低灰熔点煤混配煤或加石灰石 作助熔剂以降低灰熔点的办法来解决。原料煤中含氯、氟等卤素低一些比较好，否则在气化及后续系统的设备、

28、管道选材上需要特别注意。原料煤的成浆性必须作实验室试验，成浆性好的煤，其煤浆流动性能好，气化用的氧气消耗少。要求制成水煤浆的煤浆浓度在60%以上。影响制成高浓度水煤浆的一个重要因素是原料煤的内在水分，要求内在水分低于10%否则制不成高浓度的水煤浆。西北化工研究院曾对兖矿南屯煤矿洗煤厂的煤泥作过制成高浓度水煤浆的研究，证明洗煤厂煤泥可以制成符合加压气化的水煤浆，这样便可以降低生产成 本。原料煤的可磨性指数(HGI)要高，原料煤容易磨细，磨煤消耗的功率就少，成浆性能好。原料煤中灰份含量要低，一般煤中灰分含量从20%笔至6%可节省煤耗5%左右，氧耗10佐右。有的厂已采用煤灰含量低的洗煤作原料，效果比

29、较好。(2) 气化压力从2.5到8.5MPa皆有工业性生产装置在稳定长周期运行。采用6.5MPa气化有利于采用甲醇等压合成工艺，采用8.5MPa气化有利于采用氨等压合成工艺，以降低能耗，节省投资。(3) 气化系统的热利用，有两种形式，一种是废热锅炉型，可回收煤气中的热量副产高压蒸汽，适用于联合循环发电，另一种是水激冷型，可制得水气比高达1.4的合成气，满足后续工序一氧化碳变换的需要，变换工序不需要外供蒸汽。适用于煤化工制合成氨、氢气、甲醇等化工产品。(4) 气化炉生产能力比较大，目前最大的气化炉日投煤量为2000t，国内最大的气化炉日投煤量为1000t，直径3200mm(5) 气化系统不需要外

30、供蒸汽及输送气化原料用的N2或CQ。(6) 气化系统总热效率高达 94% 96% 高于Shell干法气化(为 91%93%和GSP干法气化(为88%- 92%。(7) 气化炉结构简单，为耐火砖衬里，气化炉内无转动装置或复杂的膜式水冷壁内件，所以制造方便，造价低。同时，因为采用热壁炉，内部热容量比较大，耐火砖升温至1000C以上后，即可直接喷水煤浆投料，生产安全可靠，不像冷壁炉那样为了开工点火，防止熄火和保证安全生产，在开停车和正常生产时都需要连续燃烧一部分液化气或燃料气。（8） 制备和输送水煤浆的流程比Shell法和GSP法制备粉煤和输送粉煤流程短，水煤浆泵送入气化炉比干法输送粉炉入炉简单得

31、多，并且安全可靠，投资省。（9） 气化炉系统在有备用炉的情况下，气化装置运转率可高达100%远高于单台气化炉（不设备用炉）的 Shell法（只有74%-78%），水煤浆法单台气化炉的年运转率与Shell 法单台气化炉相仿。（ 10）煤气除尘比较简单，只需要一个文氏管洗涤器和一台洗涤塔就可以了，不需要像Shell 法采用国内尚不能制造且价格昂贵、需经常更换内件的高温高压飞灰过滤器。（11） 碳转化率高达 96%98%如采用多喷嘴对置式加压气化炉，碳转化率可达到99%。（12）粗渣可用作建筑材料，细渣可作锅炉用燃料，如返回制浆系统，则更为经济。排出的一小部分灰水处理简单，处理后排出对 环境无污染。

32、后续工序变换排出的部分冷凝液及工厂排出的废水，可作为制备水煤浆的用水。气化后合成气中的HbS、COS等酸性气体可在后续脱除酸性气体工序中脱除并回收利用。总的来说，水煤浆加压气化工艺属于洁净煤气化工艺技术。3 缺点和存在的问题（1）气化用原料煤受气化炉耐火砖衬里的限制，适宜于低灰熔点的煤，否则需要配煤或加助熔剂，使在还原性气氛下的煤灰熔点T4 V1300C。（2） 碳转化率较低（96%- 98%，冷煤气效率较低（73%- 74%）,有效气成分（CO+H）较低（80%- 83%）,有效气（CO+H）比氧 耗为336410 m3/km3，有效气（CO+妙比煤耗为550620 kg/km 3。（注：氧

33、耗和煤耗与煤质的关系比较大）。（ 3）气化炉现用的耐火砖使用寿命较短，一般为1 -2年，国产砖寿命为 1 年左右，耐火砖较贵， 1 台投煤量为 1000t/d 的气化炉耐火砖需 400 万元左右，有待改进。（4）气化炉喷嘴使用寿命较短，一般使用2个月后，需停车进行检查，维修或更换喷嘴头部。4 国内对德士古水煤浆加压气化技术的收获4.1 对工艺技术的掌握我国自从鲁南化肥厂第一套水煤浆加压气化装置（ 2台气化炉）于 1993年建成投产以来，相继建成了上海焦化厂气化装置（ 1995 年建成投产），渭河化肥厂气化装置（ 1996 年建成投产），淮南化肥厂气化装置（ 2000 年建成投产），金陵石化公司

34、气化装置（ 2005 年建 成投产），浩良河化肥厂气化装置（ 2005 年建成投产），南化公司气化装置（ 2006 年建成投产）。由于我国有关生产厂的精心消化吸收， 已掌握了丰富的连续稳定运转经验，新装置一般都能顺利投产，短期内达到连续稳产、高产、长周期运行。并且掌握了以石油焦为原料的 气化工艺技术。4.2 人才的培养通过上述工厂的设计、建设，我国已培养出了有丰富经验的工程公司及工程技术人员，可以独立进行水煤浆加压气化的工程设计和 工程总承包工作，节约了建气化装置的软件费支出。同时，培养出了有丰富建筑安装经验的工程公司和工程技术人员。也培养出了经验丰 富的对煤种作实验室评价和煤种试烧的工程技术

35、人员。对于常规煤种，工程技术人员已有能力只凭煤种的实验室评价进行气化装置的工程 设计。4.3 装置的国产化率通过上述装置的设计、制造、建设和生产的工程技术人员密切配合，装置的国产化率已有很大提高。软件设计全部可以由国内有经 验的工程公司承担。主要设备如喷嘴、气化炉、破渣机、锁斗、捞渣机、文氏管洗涤器、洗涤塔、低压煤浆泵、高低压及真空黑水闪蒸罐、 灰水沉降槽、高低压灰水泵、锁斗循环泵、洗涤塔循环泵、细灰过滤机等国内都能生产。耐高温又抗渣的耐火砖，国内有几家耐火材料厂 已都能生产。只有高压煤浆泵，国内正处于试制和试用阶段。4.4 装置的投资水煤浆加压气化装置的建设费用比Shell法和GSP法都要省

36、，其建设费用比为 Shell法：GSP法：水煤浆法=（22.5 ）： 1.5 : 1,所以其固定生产成本比其他两种方法都低。还有一点需要提一下的是煤耗和氧耗问题，它与原料煤质的关系比较大。但是无论是Shell法或GSP法，在粉煤气化时，需向气化炉内输入过热蒸汽，其用量相当于120150kg/km3 （CO+H）,过热蒸汽与粉煤的比例相当于（0.220.25 ）： 1,相当于水煤浆中含水 20%宣传资料上介绍的煤耗和氧耗，实际上是忽略了生产过热蒸汽所用的煤耗及将蒸汽加热到14001500C的煤耗和氧耗；在正常生产时，需燃烧一部分燃料气，必将增加氧耗及燃料气耗（折煤耗）；备煤时煤干燥需要增加煤耗。按宣传资料介绍，这两种方法的煤耗和氧耗比较低，有效气（CO+H煤耗为550600kg/km3,氧耗为330