水煤浆制甲醇装置工艺方案研究分析

第2期 (总第83期) 　 1998年5月 　 　 煤　化　工 Coa l Chem ica l Industry No. 2 (Tota l　No. 83) 　　M ay 1998 水煤浆制甲醇装置工艺 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 研究分析 蒋德军　唐宏青　郑明峰　　　　房鼎业 　 　　　 (中国石化兰州设计院　730060)　　　 (华东理工大学　200237) 摘要　应用 流程 快递问题件怎么处理流程河南自建厂房流程下载关于规范招聘需求审批流程制作流程表下载邮件下载流程设计 模拟软件, 通过对工艺流程的组合和配置进行计算分析, 提出了水煤浆制甲醇装置的工艺方 案, 确定了大型化、低能耗装置的优化组合流程; 在此基础之上, 进行了能量分析, 结果 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 明, 该工艺在技术上是先进 合理的, 在经济上是有竞争力的。 关键词　流程模拟软件　水煤浆制甲醇装置　工艺方案　能量分析 Ana lysis on a Process Schem e of the M ethanol Plan t with Coa l-wa ter Slurry a s feedstock J iang D ejun　T ang Hongqing　Zheng M ingfeng (S INO PEC,L anzhou D esign Inst itu te　730060) Fang D ingye (East2Ch ina U niversity of Science and T echno logy　200237) Abstract　T h is art icle app lies flow sim ulation softw are, w h ich m akes a calcu la t ion and analysis on com bination and arrangem ent of the p rocess un its, p ropo ses a p rocess schem e of the m ethano l p lan t w ith coal2w ater slu rry as feedstock, and defines an op tim um com bination of p rocess un its w ith featu res of large2 scale and low 2energy consump tion. Furthermo re, analysis the energy consump tion. T he resu lt indicates that the p rocess schem e is advanced and rational in techno logy, and competit ive in econom y. Key words　flow sim ulation softw are, m ethano l p lan t, coal2w ater slu rry, p rocess schem e, energy con2 sump tion 1　流程组合的研究和工艺方案的确定 以水煤浆为原料制甲醇装置主要包括如下基本 工序: 水煤浆气化、合成气净化、甲醇合成及甲醇精 馏。随着流程组合配置方式的不同, 可以有多种工艺 方案。 本工作是对有关流程组合配置方式进行计算分 析, 并选择和确定合理的工艺方案。 111　基础条件 11111　主要原料规格见表111112　产品规格及规模　甲醇产品规格为一级品精甲醇; 生产规模为精甲醇30万 töa, 年操作天数300天。112　工艺流程说明及配置组合研究11211　水煤浆气化工序　选用 T exaco 水煤浆气化技术, 采用气化压力为6. 4M Pa、水煤浆质量分数65%。可选用的工艺流程包括激冷流程、废锅流程、组合流程等三种。①气化基本流程1 (激冷流程) : 水煤浆和氧气 表1　主要原料规格 原料煤: 工业分析 水分 挥发分 固定碳 灰分 组成　% 3. 00 29. 00 51. 31 16. 69 总水分　% 7. 20 元素分析 　　　C 　H 总硫 　N O C l 组成　% 69. 50 　4. 0 1. 2 　1. 2 9. 8 0. 03 　　热值　　　高热值> 27 200kJ ökg 低热值> 26 250kJökg (均以固有水分计) 氧　气: 　　　N 2体积分数　% 0. 4　　　　 O 2体积分数% 99. 6 在气化炉上部气化区进行部分氧化反应, 生成粗煤 气和液渣, 温度为1400℃、压力6. 4M Pa, 向下进入煤 气冷却区; 高温煤气和液态炉渣一起通过气化炉底 部激冷水槽, 与水直接接触而冷却至240℃左右。煤 气激冷后呈蒸汽饱和状态, 离开气化炉。液渣在水中 淬冷后固化, 通过灰锁排出炉外。 ②气化基本流程2 (废锅流程) : 水煤浆和氧气在 气化炉上部气化区进行部分氧化反应, 生成粗煤气 和液渣, 高温煤气和液态炉渣首先在辐射式废热锅 炉中冷却至灰熔点以下 (700℃) , 液渣从辐射式废热 锅炉中心通过后, 落入底部水槽, 呈晶状渣粒由灰锁 排出, 之后粗煤气再经过对流式废热锅炉进一步冷 却至350℃左右。 ③气化基本流程3 (组合流程) : 水煤浆和氧气在 气化炉上部气化区进行部分氧化反应, 生成粗煤气 和液渣; 高温粗煤气首先在辐射式锅炉中冷却至 700℃左右, 熔渣粒固化, 并从煤气中分离; 之后粗煤 气再用水喷淋激冷至200℃左右。 表2　对三种气化基本流程的计算分析结果对比 基本流程1 基本流程2 基本流程3 气化炉基本型式 激冷式 废锅式 组合式 气化废锅型式 无 辐射式、对流式废锅 辐射式废锅 粗煤气 (H 2+ CO )　% (干基) 82. 28 82. 28 82. 28 洗涤气水气比 1. 0～ 1. 5 0. 2～ 0. 3 0. 6～ 0. 8 副产高压蒸汽 (10M Pa, 550℃)　töh 0. 0 92. 16 62. 00 粗煤气单位能耗 大 小 小 设备复杂程度 简单 (直接激冷) 复杂 (两台废锅) 介于二者之间 (一台废锅) 装置相对投资 1. 0 1. 2 1. 1 　　对三种气化基本流程进行计算分析, 其主要计 算结果分别列于表2之中。三种气化流程中, 以激冷 流程的设备为最简单, 投资为最小, 但不能副产高压 蒸汽, 且洗涤气体的水气比也明显偏高, 能量的利用 不尽合理; 以废锅流程的设备为最复杂, 投资最高, 能够副产大量的高压蒸汽 (10M Pa、550℃、92töh) , 但洗涤气体的水气比明显偏低, 难以满足变换工序 的要求, 需要补加工艺蒸汽 (约40töh, 与对流式废锅 产生的蒸汽量基本相当) , 可见对流式废锅无设置的 必要; 而组合式流程在充分满足变换工序水气比的 同时, 还能够副产压力为10M Pa、550℃的高压过热 蒸汽约62töh, 且设备复杂程度、装置相对投资均介 于前二者间, 是较为理想的生产甲醇气化工艺流程。 目前世界上两套以水煤浆为原料制甲醇的大型 装置 (美国伊斯曼、上海焦化厂)均采用了激冷流程, 我们认为其主要原因是上述两套均为联合装置, 兼 顾了其它产品的需要。 11212　合成气净化工序　本工序主要任务是脱除 杂质和调整组成。其技术关键为控制较低的CO 变 换率、总硫净化指标和 CO 2脱除率。由计算分析表 明, 为了满足甲醇合成气的要求, CO 变换率应在 50%～ 60% 之间, 与之相对应的水气比为0. 6～ 0. 8 较佳。根据具体情况, 可进行工艺流程组合配置, 形 成四种净化基本流程。 ①净化基本流程1: 由全气量耐硫变换、全气量 湿法脱硫脱碳、全气量干法脱硫等三个操作单元组 ·7·　1998年5月　　　　　　　　蒋德军等: 水煤浆制甲醇装置工艺方案研究分析 成。本流程中, 粗煤气首先在耐硫催化剂作用下, 进 行CO 变换; 之后用同一溶剂选择性地脱除H 2S 和 CO 2, 调整氢碳比至2. 10左右; 再用干法常温精细脱 硫, 总硫含量可在0. 05×10- 6以下。 本流程的关键在于控制 CO 变换率和脱碳分 率。具体实施过程中, 可以考虑与气化组合流程相匹 配, 由于粗煤气的水气比在0. 6～ 0. 8之间, 控制较低 的变换率是可能的; 至于脱碳分率的控制, 可通过控 制脱碳操作或脱碳后配气方法予以实现。 关于湿法脱硫、脱碳, 考虑到动力消耗和投资费 用方面的因素, 在此推荐M D EA 或低温甲醇洗工 艺; 关于干法脱硫, 推荐使用干法常温精细脱硫工 艺, 即CO S 水解+ 干法常温脱硫。 ②净化基本流程2: 由部分气量耐硫变换、全气 量湿法脱硫脱碳、全气量干法脱硫等三个单元组成。 本流程中, 粗煤气进入净化工序后分为两路, 一路进 入装填有耐硫催化剂的变换炉, 进行CO 耐硫变换 反应, 之后与流程1一样, 进行湿法脱硫脱碳、干法常 温精细脱硫; 另一路直接进行湿法脱硫脱碳、干法常 温精细脱硫。 本流程的关键在于两路气量的调整和脱碳分率 的控制, 其优点在于对水气比较高 (1. 0～ 1. 5) 的情 况适应比较好, 不需要控制较低的CO 变换率, 可考 虑与气化激冷流程相匹配; 且变换负荷较轻。脱硫脱 碳情况与流程1相同。 ③净化基本流程3: 由全气量湿法脱硫、全气量 干法脱硫、部分气量变换、部分气量湿法脱碳等四个 单元组成。本流程中, 将湿法脱硫和干法常温精细脱 硫置于变换之前, 只有部分气量通过变换 (不耐硫) 和脱碳单元, 变换率和脱碳指标可以通过流分比率 较容易地进行控制, 且变换和脱碳单元负荷较轻。但 全流程存在“冷热病”, 且变换单元尚需补加高压蒸 汽, 能量利用不尽合理。具体实施过程中, 与气化废 锅流程相匹配。 ④净化基本流程4: 由全气量湿法脱硫、全气量 干法脱硫、全气量变换、部分气量湿法脱碳等四个单 元组成。本流程与流程3基本类似, 但以全气量变换 替代部分气量变换。 四种净化基本流程计算分析结果见表3。由此可 见, 四种净化流程中, 以基本流程1和2为佳, 不仅能 够满足脱除杂质和调节组成的要求, 能量的利用也 较为合理, 流程1与气化组合流程、流程2与气化激冷 流程相匹配; 而基本流程3和4存在“冷热病”, 能量利 用不尽合理, 故不宜采用。 表3　四种净化基本流程计算分析结果对比 基本流程1 基本流程2 基本流程3 基本流程4 相匹配的气化流程 组合气化流程 激冷气化流程 废锅气化流程 废锅气化流程 洗涤气体水气比 0. 8 1. 5 0. 2 0. 8 变换单元 全气量耐硫变换 部分气量耐硫变换 部分气量变换 全气量变换 　去变换气体量　% 100 53. 42 53. 43 100 　去旁路气体量　% 0 46. 57 46. 57 0 　补加工艺蒸汽　töh 0. 000 0. 000 60. 000 45. 000 　副产中压蒸汽　töh 0. 000 15. 827 15. 827 0 　副产低压蒸汽　töh 40. 000 104. 543 84. 000 60 脱硫单元 全气量 全气量 全气量 全气量 脱碳单元 全气量 全气量 部分气量 部分气量 　去脱碳气体量　% 100 100 90 90 　去旁路气体量　% 0 0 10 10 设备复杂程度 简单 简单 复杂 复杂 装置相对投资 1. 00 1. 10 1. 00 1. 05 11213　甲醇合成工序　本工序根据合成塔型式的 不同, 可分为多段冷激式合成塔和管束式合成塔等 两大类工艺流程。两种合成基本流程计算分析结果 见表4。 由此可见, 两种合成流程中, 各具特色, 前者设 备简单、投资较少, 而能量利用情况较差; 后者设备 复杂、投资较多, 但能量利用情况较好。 ·8· 煤化工　　　　　　　　　　　　　　1998年第2期　 表4　两种合成基本流程计算结果对比 合成塔基本型式 I1C1 I冷激型 L urgi 管束型 合成塔直径　m 3. 0 5. 0 合成塔入口ö出口温度　℃ 220. 0ö248. 0 230. 0ö255. 0 合成塔入口ö出口压力　M pa 5. 75ö5. 69 5. 75ö5. 55 合成塔入口ö出口甲醇含量　% 0. 66ö4. 15 0. 66ö6. 46 合成塔催化剂装填量　m 3 85. 00 58. 00 循环比 (循环气ö新鲜气) 8÷1 4. 5÷1 气ö气换热器负荷　GJ öh 110. 035 137. 692 水冷却器负荷　GJ öh 165. 222 64. 733 压缩机的轴功率　kW 1440 1280 汽包副产蒸汽 (4. 0M Pa) , töt 粗甲醇 不副产 1. 110 设备复杂程度 简单 复杂 装置相对投资 1. 00 1. 40 11214　甲醇粗馏工序　本工序根据主精馏塔的设 置方式和能量利用情况, 其工艺流程可以分为两塔 流程 (单效)和三塔流程 (双效)。模拟结果见表5。 表5　两种精馏基本流程计算结果对比 基本流程1 基本流程2 精馏流程类型 两塔流程 三塔流程 预塔部分甲醇回收率　% 99. 65 99. 23 主塔部分甲醇回收率　% 98. 29 99. 60 全流程甲醇回收率　% 97. 94 98. 84 精甲醇产品纯度　% (质量分数) 99. 90 99. 90 主塔塔底水中甲醇含量　% (质量分数) 0. 10 3. 94 精馏冷凝器需要冷却水量　töh 3400 1800 精馏再沸器需要低压蒸汽量　töh 75 40 设备复杂程度 简单 复杂 装置相对投资 1. 00 1. 30 　　由此可见, 在精甲醇产品纯度相同的情况下, 三 塔流程 (双效) 所需要的冷却水量和低压蒸汽量, 均 远低于两塔流程 (单效) 的需要量, 故大大降低了能 量的消耗, 具有明显的节能效果; 同时三塔流程的甲 醇回收率也高于两塔流程, 能够获得稍多量的精甲 醇产品。 113　工艺方案的确定 根据上述有关流程组合的研究分析, 并考虑相 关的热回收方案, 我们选择和确定了如下的工艺路 线, 作为以水煤浆制甲醇装置的基本工艺方案, 这两 个方案都是在“等压合成”的前提下实现的。 11311　工艺方案A 　本方案是基于能耗较低的水 煤浆制甲醇装置工艺方案: ①气化工序——废锅激 冷组合式水煤浆气化工艺流程; ②净化工序——全 气量耐硫变换、全气量湿法脱硫脱碳、全气量干法常 温精细脱硫等三个单元组成的净化工艺流程; ③合 成工序——以管束式副产蒸汽甲醇合成塔为核心工 艺流程; ④精馏工序——三塔精馏工艺流程。 本方案的特点为: ①采用组合式气化流程, 较好 地回收气化工序高位能的热量, 蒸汽不仅能够自给, 而且还能向界外输出约62t 过热高压蒸汽, 其经济 效益相当可观; ②净化流程与气化流程的合理组合, 满足了全气量变换所需的水气比要求, 使得不走旁 路而控制较低变换率成为可能; ③合成工序采用管 束式副产蒸汽甲醇合成塔, 不仅提高了空时产率, 降 低了生产费用; 而且由于能够副产中压蒸汽, 此中压 蒸汽经过热后作为背压蒸汽透平的动力蒸汽, 以驱 动大型机泵装置, 并且出透平的低压蒸汽又可作为 M D EA 脱硫脱碳单元、精馏工序的基本热源, 这样 全系统的热量利用就更为合理; ④精馏工序采用三 塔工艺流程, 大大降低了热能的消耗。 11312　工艺方案B　本方案是基于投资较省的水 ·9·　1998年5月　　　　　　　　蒋德军等: 水煤浆制甲醇装置工艺方案研究分析 煤浆制甲醇装置工艺方案: ①气化工序——直接激 冷式水煤浆气化工艺流程; ②净化工序——部分气 量耐硫变换、全气量湿法脱硫脱碳、全气量干法常温 精细脱硫等三个单元组成的净化工艺流程; ③合成 工序——冷激式合成塔工艺流程; ④精馏工序—— 两塔精馏工艺流程。 本方案的特点为: ①采用激冷式气化流程, 投资 较省, 操作简单; ②净化流程与气化流程的合理组 合, 通过旁路调节而控制较低变换率, 同时回收低位 能的热量产生大量的低压蒸汽, 作为M D EA 脱硫脱 碳单元、精馏工序的基本热源; ③合成工序采用冷激 式甲醇合成塔, 适合于大型甲醇合成塔, 设备简单, 可靠性较高; ④精馏工序采用两塔流程, 设备简单, 并使净化工序产生的低压蒸汽得到了合理利用。 2　基本工艺方案的物热计算和能量分 析 211　基本工艺方案的物热计算 应用甲醇装置流程模拟软件系统 (M PS) , 对两 个基本工艺方案进行详细的、全系统的物料平衡和 热量平衡计算。 212　消耗与产出定额 在上述模拟计算的基础之上, 对工艺方案A 和 B 的消耗和产出定额进行了计算, 详见表6。就工艺 指标和消耗指标而言, 在此方面方案A 具有明显的 优越性。 213　基本工艺方案的能耗分析 由表6能耗计算分析可以看出, 工艺方案A 的 吨醇产品综合能耗为43. 14GJ , 稍高于天然气制甲 醇大型装置的能耗水平, 能量消耗较低。这里仅回收 气化工序的高位能热量, 就使得能量消耗有了较大 幅度的下降 (约8. 96GJ ) , 可见本方案的工艺指标和 能耗指标是先进和合理的, 无疑是具备较强竞争力 的。而工艺方案B 的吨醇产品综合能耗为52. 26GJ , 远高于天然气制甲醇装置的能耗水平。因此从能量 消耗方面来看, 方案A 优于方案B。 表6　30万 töa 水煤浆制甲醇装置消耗ö产出定额及能耗计算 项　　目 消耗定额ö产出定额 消耗量ö产出量 能耗折算 能　　耗 (以吨精甲醇产品计) (以每年计) 系数 GJ öt 醇 方案A 方案B 方案A 方案B GJ ö单位量 方案A 方案B 原料 　原料煤　t 1. 37 1. 41 409 800 422 100 26. 25 35. 86 36. 93 　氧气　 (99. 6% )　m 3 865. 30 891. 20 2. 60×108 2. 70×108 0. 012 10. 14 10. 44 催化剂及化学品 　耐硫变换催化剂　m 3 10. 00 10. 00 　有机硫转化催化剂　m 3 10. 00 10. 00 　干法常温脱硫剂　m 3 40. 00 40. 00 　甲醇合成催化剂　m 3 29. 00 43. 00 　添加剂和助熔剂　t 0. 026 0. 027 7 800 8 700 　M D EA 溶液　kg 0. 050 0. 050 15 000 15 000 　氢氧化钠　kg 0. 020 0. 020 6 000 6 000 公用工程 　新鲜水　t 2. 40 2. 80 720 000 840 000 0. 0025 0. 01 0. 01 　循环水　t 216. 00 360. 00 6. 50×107 1. 10×108 0. 0075 1. 63 2. 71 　脱盐水　t 3. 90 3. 00 1. 17×106 0. 90×108 0. 014 0. 06 0. 04 　电力 (380V )　kWõh 144. 00 160. 00 4. 32×107 4. 80×107 0. 012 1. 70 1. 89 　仪表空气　m 3 36. 00 36. 00 1. 08×107 1. 08×107 0. 0012 0. 04 0. 04 　氮　　气　m 3 10. 00 10. 00 3. 00×106 3. 00×108 0. 020 0. 20 0. 20 　蒸汽 (0. 5M pa)　t 0. 96 0. 00 3. 00×105 0. 00 2. 77 2. 66 0. 00 副　　产 　高压蒸汽550℃, 10M Pa, t 1. 49 0. 00 - 4. 47×106 3. 50 - 5. 22 　中压蒸汽410℃, 4M Pa, t 1. 30 0. 00 - 2. 88×106 3. 24 - 3. 74 吨醇能耗合计 GJ öt 醇 43. 14 52. 26 　注: 1)　产量以年产30万 t 精甲醇计, 年操作时间为300天; 2)　耐硫变换催化剂一次装填量为40m 3; 变换催化剂一次装填量为40m 3, 寿命均以4年计; 3)　氧化锌常温脱硫剂一次装填量为80m 3, 寿命以2年计; 4)　冷激式合成塔催化剂一次装填量为86m 3, 束式合成塔催化剂一次装填量为58m 3, 寿命均以2年计。 ·01· 煤化工　　　　　　　　　　　　　　1998年第2期　 3　基本工艺方案的装置投资和生产成本 311　装置投资估算 表7为基本工艺方案装置投资估算。 表7　基本工艺方案装置投资估算 工序名称 投资 (万元) 方案A 方案B 空气分离工序 32000. 00 32000. 00 水煤浆气化工序 60000. 00 54000. 00 CO 耐硫变换工序 4500. 00 6000. 00 净化工序 (湿法脱硫脱碳、常温精细脱硫) 8500. 00 8500. 00 甲醇合成工序 14000. 00 10000. 00 甲醇精馏工序 6000. 00 4500. 00 公用工程及其它辅助工程 35000. 00 37500. 00 合　　　　　计 160000. 00 152500. 00 312　产品生产成本 表8为基本工艺方案装置产品成本估算。 表8　基本工艺方案产品生产成本估算1) 吨醇消耗定额 单价 单位成本, 元öt 醇 项　　目 方案A ö方案B (元ö单位量) 方案A ö方案B 主要原料 　原料煤　t 1. 366ö1. 407 250. 00 341. 50ö351. 80 　工艺氧气　m 3 865. 3ö891. 2 0. 35 302. 90ö311. 90 　催化剂及化学品 　耐硫变换催化剂Q CS- 01　kg 0. 04ö0. 04 150. 00 6. 00ö6. 00 　有机硫转化催化剂 CKA 　kg 0. 05ö0. 05 100. 00 5. 00ö5. 00 　常温CO S 水解剂 T 852　kg 0. 08ö0. 08 120. 00 9. 60ö9. 60 　常温氧化锌脱硫剂 T 310　kg 0. 10ö0. 10 20. 00 2. 00ö2. 00 　甲醇合成催化剂 C302　kg 0. 15ö0. 23 140. 00 21. 00ö32. 20 　添加剂和助熔剂　t 0. 027ö0. 027 175. 00 4. 73ö4. 73 　M D EA 水溶液　kg 0. 050ö0. 050 20. 00 1. 20ö1. 20 　氢氧化钠　kg 0. 020ö0. 020 1. 65 0. 03ö0. 03 公用工程 　新鲜水　t 2. 40ö2. 80 0. 20 0. 48ö0. 56 　循环水　t 216. 0ö360. 0 0. 10 21. 60ö36. 00 　脱盐水　t 3. 90ö3. 00 4. 00 15. 60ö12. 00 　动力用电　kWõh 144. 0ö160. 0 0. 35 50. 40ö56. 00 　仪表空气　m 3 36. 00ö36. 00 0. 10 3. 60ö3. 60 　氮气　m 3 10. 00ö10. 00 0. 10 1. 00ö1. 00 　低压饱和蒸汽 (0. 5M Pa)　t 0. 96ö0. 00 35. 00 21. 84ö0. 00 主要副产物 　高压蒸汽　t 1. 49ö0. 00 70. 00 - 104. 3ö0. 00 　中压蒸汽　t 1. 30ö0. 00 70. 00 - 91. 0ö0. 00 合计 613. 18ö804. 62 　注: 1)上述产品生产成本估算仅包括原材料和公用工程消耗费用, 未包含职工工资福利、制造费用 (基本折旧、维修费、车间 经费)等。 ·11·　1998年5月　　　　　　　　蒋德军等: 水煤浆制甲醇装置工艺方案研究分析 　　从上述装置投资费用和产品生产成本估算情 况, 可以看出, 尽管以水煤浆为原料制甲醇装置的投 资费用, 可能相对于以天然气为原料制甲醇装置的 投资费用 (约10亿)而言, 是相当高的; 但前者的产品 生产成本相对于后者的产品生产成本 (天然气制甲 醇可比成本为800元öt 左右) , 则肯定是较低的。因 此, 我们认为, 以水煤浆为原料制甲醇大型装置在经 济上是站得住脚的, 是有较强竞争力的。 至于以水煤浆为原料制甲醇装置的两种工艺方 案, 从装置投资来看, 方案A 稍高于方案B; 从产品 成本来看, 方案A 则明显优于方案B。 4　结　　语 411　通过计算分析, 确定了水煤浆制甲醇装置优化 组合流程, 并分别提出了能耗最低的方案A 与投资 最低的方案B。 412　上述两个方案各具特点, 均可在装置建设中采 用。方案A 具有工艺指标先进、消耗指标低的特点; 而方案B 则具有投资较省和可靠性高的特点。在实 际工程中, 究竟采取那个方案为佳, 应视具体条件而 定。 413　两种工艺方案的吨醇能耗分别为43. 14GJ 和 52. 26GJ , 尽管略高于天然气制甲醇装置的吨醇能 耗, 但由于煤的资源丰富和单位能耗原料价格较低, 所以仍具有竞争力。 414　本工艺方案所涉及的主要大型设备, 在技术上 均是较为成熟的, 且已实现了工业化, 因此, 选择和 确定这一基本工艺流程是有现实意义的。 415　水煤浆制甲醇工艺具有良好的发展前景。 (收稿日期　1997- 09- 29) (上接第5页) 表2　治理废气费用及完成项目中废气处理能力统计数据 范围 项目 1992年 1993年 1994年 1995年 各地区 费用 万元 210 822. 6 251 263. 4 299 944. 4 323 616. 9 工业企业 能力 万m 3öh 104 985 381 457 308 022 128 557 重点城市 费用 万元 　— 86 486. 4 120 955. 5 107 249. 6 工业企业 能力 万m 3öh 　— 30 591 59 138 8 342 　　目前, 实现烟气净化的主要障碍是较高的初期 投资和运行费用, 因此在电价、投资、税利、排污收费 等方面制定相应政策、积极鼓励采用净化技术; 在技 术上需立足国内、开发适应不同规模、不同技术条件 的烟气净化 (特别是脱硫) 技术, 降低投资和运行费 用。 4　结　　语 中国大气环境治理应以工业污染为主要治理对 象, 通过能源多样化、热电联产、发展洁净煤技术等 途径, 全面改善大气环境。发展洁净煤技术应优先发 展技术成熟、适应当前经济、技术水平, 能较大范围 改善燃煤状况、减少污染物排放的洁净煤技术, 如选 煤、动力配煤、型煤等技术; 大力开发和推广先进的 燃烧技术和烟气净化技术; 注重不同工业行业燃煤 的技术特点, 全面推动洁净煤技术的发展。 (收稿日期　1997- 09- 30) ·21· 煤化工　　　　　　　　　　　　　　1998年第2期