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高效风机采用三元流叶轮中的三叶流指哪三元? 诸位高手：请讲一下，风机三元流叶轮指哪三元？谢谢！查看更多 5个回答 . 1人已关注

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求助苯甲醛肟的合成方法？ 合成方法<br>查看更多 11个回答 . 5人已关注

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请教冬季开车方案或注意事项？ 求助冬季开车方案或注意事项查看更多 5个回答 . 1人已关注

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请问卡维地洛专利什么时候到期? < >请问一下, 卡维地洛什么时候专利到期,</P> < >目前国内真正的生产厂家多不多,</P> < >小弟是个菜鸟,想问一下,什么药物是具有开发价值,例如离专利到期还有几年时间时会处于畅销阶段.</P>查看更多 2个回答 . 5人已关注

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应力计算负压的情况？ 遇到负压的情况，怎么计算？CAESARII好像不认负压嘛.查看更多 7个回答 . 5人已关注

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抑制产能过剩行业淘汰落后生产能力？据新华社电日前从十一届全国人大常委会第十三次会议获悉，国家权威部门表示将按照中央精神落实已经出台的政策措施，坚决抑制产能过剩行业盲目扩张和重复建设，坚决淘汰落后生产能力。根据全国人大常委会办公厅关于请研究处理有关审议意见的函和国务院办公厅要求，国家发改委会同有关部门就十一届全国人大常委会第十次会议《对国民经济和社会发展计划执行情况报告的意见和建议》进行了认真研究，提出了改进工作的措施。十一届全国人大常委会第十三次会议期间，全国人大常委会办公厅将国务院办公厅转报来的发改委关于落实全国人大常委会对国民经济和社会发展计划执行情况报告审议意见的报告印发给了常委会组成人员。就常委会组成人员提出的有关防止部分行业产能过剩、重复建设的问题，发改委的报告表示，2009年9月印发的《国务院批转发展改革委等部门关于抑制部分行业产能过剩和重复建设引导产业健康发展若干意见的通知》，在淘汰落后、节能减排和市场准入等方面，对钢铁、水泥、平板玻璃、煤化工、多晶硅、风电设备和电解铝等行业，提出了明确的目标要求和政策措施。有关部门出台了进一步做好金融服务、支持重点产业调整振兴和抑制部分行业产能过剩的指导意见，严格限制金融机构对产能过剩、“两高一资”和重复建设行业的信贷投放。下一步，将按照中央精神，落实已经出台的政策措施，坚决抑制产能过剩行业盲目扩张和重复建设，坚决淘汰落后生产能力：一是加强市场准入管理。严格钢铁等产能过剩行业项目审批，进一步提高能源消耗、环境保护、资源综合利用等方面的准入门槛，对多晶硅等新兴产业要抓紧建立和完善准入标准。二是加强产业政策与财政、环保、土地、金融政策的协调配合。进一步加大财政支持力度，鼓励地方推进兼并重组和淘汰落后产能工作。对环保不达标的企业实行限期治理或停产处理，对不符合产业政策的停止土地供应，不得发放贷款。鼓励企业通过技术改造使过剩的产能在一些新的领域发挥新的作用。三是加强信息引导。进一步做好行业产销形势的监测、分析和国内外市场需求的信息发布，引导社会和企业的投资行为。发改委的报告说，近日，国务院第98次常务会议又审议通过了《国务院关于进一步加强淘汰落后产能工作的通知（送审稿）》，以电力、煤炭、钢铁、水泥、有色金属、焦炭、造纸、制革、印染等行业为重点，确定了今明两年淘汰落后产能的要求和目标任务，进一步落实责任，强化政策约束机制，完善政策措施，并加大监督检查力度。这一通知将于近日正式印发。《中国质量报》查看更多 0个回答 . 2人已关注

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PDS法脱硫遇到的问题？ 从影响因素来看PDS法脱硫遇到的问题查看更多 5个回答 . 2人已关注

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二甲苯、混苯罐区阀门的选用及取料形式求解答？最近公司接到一个小项目，是二甲苯和混苯罐区的设计，共4个50m3的埋地罐。小弟是个新手，领导让我参与，现在碰到两个问题，可能对于各位高手很简单，向各位求解业主不要我们铺设管道至厂房，欲人工接取罐内物质作为助剂至200kg桶内，在厂房自行计量后加入进行生产 1.现在我同学考虑建议了一种取料形式是从罐区接出来至一台加注机，不知可有其他办法进行取料？ 2.在泵出口管线上阀门的选型，对于苯类是否有什么要求？若采用上述办法，加注机和泵就采用联动的方式，管线上的阀门安排如何？以上两个求各位高手解答，新手提问查看更多 1个回答 . 2人已关注

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氯碱尾气的组成？ 氯碱尾气中有些什么组份？组份含量大致是多少？是离子膜烧碱氯碱工序所产生的尾气。 [ ] # ，， & 查看更多 5个回答 . 5人已关注

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催化干气制氢，天然气作为辅助原料，氢气收率怎么计算啊 ...？ 本装置催化干气6000Nm3/h，天然气4500Nm3/h，怎样才能计算出这些原料每小时可以产出多少氢气？需要哪些条件我来补充！查看更多 4个回答 . 3人已关注

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Swern氧化是酸性氧化还是碱性氧化呢？ Swern氧化是酸性氧化还是碱性氧化呢？原因？查看更多 6个回答 . 5人已关注

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催化裂化反应系统操作法？第一节反应系统操作法反应系统是催化裂化装置的核心，是平衡生产的关键，反应系统各操作参数的变化不但会引起其它系统操作参数的变化，而且会波及到有关装置的生产。而其它系统操作参数的变化也会反过来影响反应的操作。为此要求，掌握好反应系统的物料平衡、热量平衡和压力平衡，选择适宜的操作条件以获得较高的轻质油收率，实现低能耗的安全平稳生产。由于反应系统内各参数变化快，互相影响大，要求发现及时、判断准确、处理果断、迅速、准确，操作中要求加强对各参数的检查、分析，以保证装置的正常安全平稳运行。一、反应系统正常操作法（一）反应温度（提升管出口温度） 1 、影响因素：（1）催化剂循环量增加，反应温度上升。（2）再生温度上升，反应温度上升。（ 3 ）总进料增加，反应温度下降。（ 4 ）进料组成变重，再生温度上升，反应温度上升。（ 5 ）原料变轻或带水，反应温度下降。（ 6 ）预提升介质流量增加，催化剂循环量增加，反应温度上升。（ 7 ）蒸汽带水，反应温度下降。（ 8 ）启用汽油终止剂，反应温度下降。（ 9 ）催化剂加料速度快，引起再生温度下降，反应温度下降。 2 、调节方法：（ 1 ）正常生产中，反应温度控制是由给定反应温度来自动控制再生单动滑阀开度，即调节催化剂循环量来实现的。再生单动滑阀一旦失灵，应立即改手动控制。（2）调节再生温度，见第（七）条。（3）调整总进料量，见第（三）条。（4）预提升蒸汽一般不用做调节，反应汽油回炼、终止剂不用做正常调节反应温度的手段。（5）正常操作时，进料事故蒸汽不启用。（6）加料速度适中，避免由其引起各参数波动。（二）反应压力（沉降器顶部压力） 1 、影响因素：（ 1 ）气压机工况变化（如转数、蒸汽压力、复水器真空度等变化）反应压力改变，正常情况下是转数下降，压力上升。（2）气压机入口放火炬闸阀开度增加，反应压力下降。（3）气压机反飞动量增加或排量减少，反应压力上升。（4）原料油组分变轻或带水，反应压力上升。（5）提升管反应温度升高，反应深度增加，反应压力上升。（6）提升管进料量增大，反应压力上升。（7）催化剂受污染选择性变差，产气量增加，反应压力上升。（8）原料油预热温度升高，压力上升。（9）反应汽提蒸汽量或预提升蒸汽量增大，反应压力上升。（10）蒸汽带水或注入量增加，反应压力上升。（11）启用事故蒸汽，反应压力变化。（12）启用终止剂，反应压力上升。（13）分馏塔底液面超高，淹没油汽大管入口，反应压力上升。（14）分馏塔塔盘有结盐或异物堵塞现象，反应压力上升。（15）分馏塔回流量增大，反应压力上升。（16）分顶蝶阀开度变小，反应压力上升。（17）分顶冷凝冷却器冷却效果变差，冷后温度上升，反应压力上升。（18）分馏塔顶油气分离器液面超高，反应压力上升。（19）油浆泵或其它回流泵抽空，反应压力上升。（20）低压瓦斯线内存油或水，或放火炬线凝缩油罐满，放火炬时阻力增大，反应压力上升。（21）轻柴汽提塔满或溢流，反应压力上升。（22）向 V202 压油量过大或压空，反应压力上升。（23）再吸收塔压空，反应压力急剧上升。 2 、调节方法：（1）正常生产中，反应压力是由汽压机转数或反飞动量来控制。（2）在反应压力超高，气压机无调节余地时，可用改变气压机入口放火炬量来作为反应压力的辅助控制手段。（3）反应压力低，汽压机飞动时，可由汽压机岗位适当增大反飞动量，汽压机停时，反应压力可用分顶蝶阀和放火炬蝶阀调节，在放火炬蝶阀有调节余地时，不得使用分顶蝶阀，正常操作时，分顶蝶阀开度不得低于 30% 。（4）调整汽压机反飞动量。（5）改变进料组成，通知有关岗位和车间改善原料油品质。（6）选择适当的操作条件，控制反应深度。（7）调节总进料量。见第（三）条。（8）置换催化剂。（9）调整汽提蒸汽和预提升蒸汽量。（10）检查蒸汽品质，及时联系有关岗位和车间改善蒸汽品质。（11）分馏压降大时，及时通知分馏和班长，改善操作状态。沉降器压力超限时，可降低处理量。（12）反应压力升高，应观察汽压机入口压力及出口富气量变化情况，分馏塔压力变化情况，及时判定压力升高的原因，是反应还是分馏引起的？然后酌情予以迅速处理。（13）反应压力突然大幅度升高时，马上用汽压机入口放火炬蝶阀来撤压，但要注意机入口压力变化情况（特别是当机入口压力及分馏塔顶压力和富气量同时下降时，在汽压机运行时，要防止因汽压机入口压力撤的过快，富气量太小而导致气压机飞动），在生产中应保持放火炬瓦斯线畅通和汽压机入口放火炬阀灵活好用，尤其是在冬季更应特别注意防冻防凝及凝缩油太多堵塞管路。（14）反应压力升高而撤压困难时，可降低进料量，切断进料，以保证设备安全。（15）启用终止剂要缓慢，不可过快。（16）其他岗位或单位压油时，应注意观察，加强联系，发现问题及时处理。（17）吸收稳定要注意稳住再吸收塔液面，必要时甩掉再吸收塔。（三）反应进料 1、影响因素（1）原料油罐液位低换罐不及时，或机泵抽空，导致反应进料量降低。（2）回炼油或油浆回炼控制阀失灵，进料量大幅度变化。（3）进料自保，滑阀压降自保或主风自保动作或失灵引起进料波动。（4）回炼油泵抽空，进料量大幅度波动。（5）开大喷咀预热线，或事故旁通付线手阀，进料量减少。（6）原料油轻或带水，及预热温度高进料量大幅度波动。（7）油浆回炼控制阀失灵或油浆泵抽空，进料量波动。 2、调节方法（1）正常操作时，根据生产计划控制进料量，根据反应情况和分馏要求，控制回炼油回炼量和油浆回炼量。（2）当仪表指示出现变化时，应同时观察各路进料和总进料情况，判断是否真变化和仪表假信号，若仪表控制失灵，应根据总进料指示改手动或根据就地指示仪表改付线控制。（3）当由于机泵抽空影响进料时，应及时开起备用泵，同时赶快联系处理抽空泵。（4）当进料量很低，而须维持正常操作时，改用事故旁通付线阀或预热线阀控制反应进料量，同时适当开启事故蒸汽付线帮助流化。（四）汽提蒸汽量 1、影响因素：（1）过热蒸汽管网压力波动，从而使汽提蒸汽量波动。（2）汽提蒸汽流量调节器失灵。（3）汽提蒸汽喷嘴堵塞。 2、调节方法（1）正常情况下，汽提蒸汽量由其流量调节器自动控制。（2）过热蒸汽压力低时，应开大其流量控制阀付线阀，以保证有足够的汽提蒸汽量。同时联系调度提低压蒸汽压力。（3）注意检查分析过热蒸汽压力、温度的变化情况及时与有关车间和岗位联系。（4）若仪表失灵应及时联系处理。（5）过热蒸汽压力过低不能维持时，可用主蒸汽代替。（五）催化剂循环量 1、影响因素：（1）待生塞阀和再生单动滑阀的开度增加，循环量增加。（2）提升风量增加，循环量增加。（3）总进料量增加，循环量增加。（4）预提升介质量增加，循环量增加。（5）两器差压改变，循环量变化。（6）主风量增加，循环量增加。（7）汽提蒸汽量增加，循环量降低。（8）斜管松动介质压力或品质变化，循环量变化。（9）启用加料或增加料速度大，增加系统藏量，循环量增加。（10）提高或降低反应温度，催化剂循环量增加或减小。（11）再生温度上升，循环量降低；反之，则增加。 2、调节方法（1）正常情况下，由反应温度控制再生单动滑阀开度来调节催化剂的循环量。（2）及时调节两器压力，保持两器差压稳定，保证催化剂的正常循环。（3）正常操作中应经常观察并记住各单动滑阀的开度，当循环量出现大幅度波动时，应首先将塞阀、滑阀改手动或手摇，稳定两阀开度，再寻找导致循环量波动的原因进行处理，调节时应注意滑阀开度控制在滑阀压降允许的范围内。（4）经常检查总进料，进料温度，主风量，提升风量，预提升蒸汽量，汽提蒸汽量，松动介质压力等使之平衡，以保证催化剂循环量不发生大的变化。（5）加料速度适中，以不影响平衡为宜。（6）调节再生温度平稳参见（七）。（六）汽提段藏量（沉降器） 1、影响因素：（1）待生塞阀开度增加，藏量减少。（2）再生滑阀开度增加，藏量增加。（3）两器差压变化时，正差压增加，料位下降，藏量下降。（4）汽提蒸汽量增加，密度降低，藏量增加。（5）仪表失灵，滑阀失灵引起藏量变化。 2、调节方法：（1）严禁汽提段藏量压空，正常时用待生塞阀的开度自动调节沉降器汽提段藏量，但要注意待生塞阀压降不能超限。（2）一般情况下，再生滑阀主要用来调节反应温度，不用来调节反应沉降器和汽提段的藏量，一旦作为调节手段时，要保证反应温度和系统压力的变化在指标范围之内。（3）及时调节两器压力，保持两器差压稳定。（4）稳定汽提蒸汽量。（5）当仪表故障时，立即将滑阀改手动或手摇，保持一定的藏量并及时联系仪表处理。（七）再生温度 1、影响因素（1）取热催化剂循环量增加，再生温度下降。（2）外取热器内流化风量增加，外取热器内催化剂流化改善，取热量增加，再生温度下降。（3）取热器内，循环热水量降低，再生温度上升。（4）再生、待生催化剂循环增加，再生温度下降。（5）待生催化剂含炭量增加，再生温度上升。（6）再生压力上升，再生温度上升。（7）喷燃烧油或增大喷油量，再生温度上升。（8）反应进料组成变重，再生温度上升。（9）反应温度增加，再生温度上升。（10）反应温度下降，转化率下降，再生温度下降。（11）进料预热温度提高，再生温度上升。（12）汽提蒸汽量减少，再生温度上升。（13）启用加料或提高加料速度，再生温度下降。（14）主风事故蒸汽自保阀失灵，大量蒸汽进入再生器床层，再生温度下降。（15）启用稀相喷汽，再生稀相温度下降。（16）主风量、提升风量增加，再生温度下降。（17）发生二次燃烧，再生温度下降。 2、调节方法（1）正常生产时用改变外取热器返回提升风开度调节外取热催化剂循环量，控制取热器取热量来调节。（2）也可固定取热器返回提升风阀开度，由改变取热器流化风量控制取热器取热量来调节。（3）根据反应深度的需要，增减催化剂的循环量。（4）调节汽提蒸汽量和反应深度。（5）调节再生压力见第（八）条。（6）操作处于非正常状态时，可用喷燃烧油的方法来控制再生温度。（7）根据原料残炭分析，改变重油掺炼量。残炭上升，应减少重油量。（8）调整反应深度，维护两器热平衡。（9）调整汽提蒸汽量，见第（四）条。（10）加料速度适中，以不影响八大平衡为宜。（11）主风自保失控时，检查主风机出入口流量，若出入口流量均系正常流量，可关闭主风事故蒸汽自保阀上下游阀，开 1/4 付线，确信有蒸汽通过后，通知仪表工急速修理。并通知车间和调度，若出口流量回零或低于 24800Nm3/h ，联系主风机查明原因，问题查清解决以后，边关主风自保事故蒸汽，边引主风进入再生器。（12）非发生二次燃烧时，不许启用稀相喷汽。（13）联系相关人员稳定主风，提升风量。（14）发生二次燃烧，及时补充 CO 助燃剂，消灭二次燃烧。（八）再生压力 1、影响因素（1）双动滑阀开度增加，再生压力下降。（2）差压一定时，反应压力增加，再生压力增加。（3）主风量增加，再生压力上升。（4）提升风量或外取热器流化风量增加，再生压力上升。（5）启用稀相喷汽、喷燃烧油，再生压力上升。（6）流化不正常，或操作不平稳，再生压力波动。（7）差压仪表失灵或双动滑阀故障，再生压力变化。（8）待生剂带油或蒸汽带水，再生压力上升。（9）流化风带水，压力上升。 2、调节方法（1）正常情况下，可由再生器烟道上灵敏度很高的双动滑阀开度的改变来实现单参数控制。（2）再生器压力对催化剂循环量、氧含量、主风机负荷都有影响，正常操作时，不能有较大的波动，若控制仪表失灵，应立即改手摇双动滑阀，使再生器压力平稳，并迅速联系有关单位处理。（3）调节两器差压时，要密切注意待生塞阀和再生单动滑阀的开度及其压降变化，适当调节以保证催化剂的正常循环，若调节不当，塞阀、滑阀中凭借一个压差太低，都有可能发生催化剂中断或倒流事故。（4）主风、提升风、流化风提量及启用稀相喷汽、喷燃烧油时，要缓慢，以保再生压力平稳。（5）流化不正常或操作不稳，再生压力波动时，改室内手动控制双动滑阀开度，并跟踪沉降器压力保持两器压差在：20kPa~25kPa 以内。（6）控制反应温度不低于485 ℃ ，低于485 ℃ 按非正常操作法第一条操作。（7）关闭流化风根部阀，脱净水后，再引风。（九）烟气中氧含量 1、影响因素（1）反应深度强大，生焦量增大，氧含量下降。（2）总进料量增加或油浆炼量增加，氧含量下降。（3）原料油性质变重，残炭上升，生焦量增加，氧含量下降。（4）主风减少，氧含量下降。（5）再生器压力上升，温度升高，烧焦强度增大，氧含量下降。（6）汽提蒸汽量减少，或待生剂带油，氧含量下降。（7）发生二次燃烧时氧含量迅速回零，发生碳堆积时，氧含量逐步下降回零。（8）原料油进提升管反应器雾化改善，生焦量减少，氧含量上升。（9）催化剂循环量增加，进入再生器焦炭增加，氧含量下降。（10）催化剂活性增加，氧含量下降。（11）在停工或操作不正常时，喷燃烧油增加，氧含量下降。（12）系统加入助燃剂氧含量下降。（13）流化不好，再生床层返混剧烈，可导致催化剂含碳量不均匀，引起氧含量变化。（14）外取热器风量大氧含量上升。 2、调节方法（1）氧含量是多个操作参数的综合表现，一般情况下，可用增减主风量或改变生焦量（如改变循环量，增减回炼量，调汽提蒸汽量，及启用加料等的方法控制氧含量）。（2）根据各部情况，决定开、停催化剂加料。（3）适当改变流化风量和提升风量。（4）必要时可改变总进料的组成和总进料量。（5）事故状态时，按事故状态处理。（十）取热器取热量 1、影响因素（1）反应生焦量增大，再生烧焦放热量增大，必须增大取热量。（2）取热催化剂循环量增大，取热量增大。（3）流化风量增大，取热器床层流化改善，取热量增大。（4）循环热水量降低，传热效果变差，取热量降低。（5）取热器藏量增加，取热量增加。 2、调节方法（1）正常生产中，一般根据再生温度通过改变取热器返回提升风阀开度，控制取热催化剂循环量来调。（2）也可固定返回提升风阀开度，由改变取热器的流化风量，控制取热器内催化剂的流化来调节。（3）若进料组成很轻，系统过剩热量很少，甚至没有，则可酌情停掉外取热器。（4）取热器是来控制再生温度的，因而取热量是一个在一定变化范围内以满足再生温度控制要求为目的的因变参数，是不能自行变更的，只能根据再生温度的变化而作相应地调节。（十一）再生催化剂含炭量 1、影响因素（1）烧焦强度（即单位时间内烧焦效果）增大，如再生压力升高、氧含量高，再生温度高，再生催化剂含炭量下降。（2）烧焦时间延长，如催化剂循环量下降，再生器藏量提高等再生催化剂含炭量少。（3）待生催化剂含炭量增加，再生催化剂含炭量增加。（4）汽提蒸汽量增加，再生催化剂含炭量减少。（5）再生器藏量高、再生剂含碳量下降。（6）反应催化剂循环量或取热催化剂循环量减少，返混减少再生催化剂含炭降低。 2、调节方法正常操作中，再生剂含炭量的分析次数较少，可根据经验，采样目测判断其是否正常，它的效果往往通过别的参数反应出来，必须由其它参数的调节来改变。（1）提高再生温度，可减少再生剂含炭量。（2）提高再生压力，（提高氧分压）再生剂含炭量减少。（3）增加主风量，再生剂含炭量减少。（4）提汽提蒸汽量，以降低待生剂含炭。（5）根据反应深度，适当改变催化剂含炭量。（6）补充 CO 助燃剂，改善烧焦效果。（十二）主风量 1、影响因素（1）再生压力升高，主风流量下降。（2）控制仪表失灵，主风量大幅度变化。（3）主风机飞动，主风量下降。（4）主风机组故障，系统电压下降，主风流量下降。（5）大气温度、湿度、大气压变化影响主风量和主风中的氧含量。（6）主风机出口放空增大、主风机出口流量下降。 2、调节方法（1）正常情况下，根据烟气中氧含量通过调节主风机入口蝶阀开度来控制主风量。（2）在风机满负荷时，应适当降低再生压力，调整操作使之有回旋余地。（3）当机组故障时（可启用备用风机）或仪表控制失灵，采用其它方法调节无效，主风量大幅度波动或下降时应及时启用主风低硫量自保，按紧急停机处理。（十三）提升风流量( 外取热器返回管输送风 ) 1、影响因素（1）增压机组故障，提升风量下降。（2）流化风用量变化，提升风量变化。 2、调节方法（1）正常操作中，提升风量根据需要由增加机调节。（2）增加机故障，提升风低流量，应及时启用提升风事故蒸汽代替，维持催化剂循环，并迅速联系维修处理。（3）要注意提升风与流化内及补主风量的相互影响，改变其中任何一个时，应保持供风压力平稳。（十四）反应深度 1、影响因素（1）反应温度升高，反应深度增大。（2）催化剂循环增加，剂油比增大，反应深度增大。（3）反应压力上升，反应深度增大。（4）再生催化剂含碳量减少催化剂活性增加，反应深度增大。（5）总进料量增大，使得剂油比减少，反应深度降低。（6）提升管注汽增大，反应油气分压降低，反应深度降低。（7）启用终止剂，反应深度降低。（8）启用降温汽油，反应深度降低。（9）用干气作提升介质，反应深度降低。 2、调节方法（1）调节反应温度，反应压力。（2）向系统加入或从系统卸出催化剂。（3）调节两器催化剂循环量。（4）必要时，调节总进料量和进入提升管的蒸汽量。（5）启用或加大终止剂量。（6）设法降低进料温度，提高剂油比，增加反应深度。（十五）催化剂加料： 1、操作步骤：（1）充压阀前脱水，而后向催化剂罐充压至 0.3-0.4M Pa ，关闭充压阀。（2）输送风阀前脱水后开启，并稍开付线。（3）流化风脱水、给风。（4）打开加料器壁阀，观察加料线密度就地指示仪表是否有变化，以判断加料线是否畅通。（5）打开加料立管上、下游手阀，用阻尼风控制加料速度的大小，控制加料输送风量，从而调节加料线催化剂密度，使其在 80-120kg/m3 范围内。（6）当催化剂加到合乎要求后停止加料。（7）首先关闭加料立管上游阀。（8）待各风将加料立管和催化剂加料线内的催化剂基本吹净后，关闭加料器壁阀。（9）关闭加料立管下游手阀和各风阀。 2 、注意事项：（1）用风前各风一定脱水，以防管线内催化剂和泥或将水带入再生器。（2）开壁器阀前要注意非净化风压力是否达到要求，开阀时要注意加料线是否有温度升高的现象，开阀后要保证加料线底部压力高于再生器操作压力，以免热催化剂倒回加料线。（3）若热催化剂已倒回加料线，时间很短时，应立即加大加料输送风的流量和压力，将催化剂顶回再生器，若倒回时间很长，而此时非净化风压力又很低，由于加料线中已存有大量催化剂，用上述方法处理已无效果，这时，应迅速关闭加料器壁阀，打开放空点，开大输送风，将催化剂从放空点吹出（注意温度），待非净化风压力上来后重新加料。（4）加料速度不可太大，否则会使再生温度大幅度下降，调整操作以维持再生温度。以上为中、小型加料操作，大型加料与之类似。（十六） CO 助燃剂的补充：操作步骤：（1）各风脱水。（2）打开助燃剂加料罐放空阀，撤去罐内压力，而后打开助燃剂料斗阀。（3）向助燃剂加料罐中加入 CO 助燃剂。（4）关闭助燃剂料斗阀和罐放空阀，打开充压阀向罐内充压至 0.3-0.5M Pa ，打开助燃剂输送风，稍给加料输送风。（5）打开小型加料器壁阀，加料线畅通后打开助燃剂罐下游手阀。（6）待观察到加料线密度有明显降低，与未开助燃剂罐下游阀相近时，说明助燃剂已基本全部进入再生器，此时可停止加剂。（7）关闭加料器壁阀。（8）关闭各风阀，打开罐放空，观察是否所有助燃剂均已送入再生器。注意事项：加助燃剂之注意事项同加料。（十七）催化剂罐抽真空： 1、打开管廊上抽空蒸汽总阀，在导淋处脱净水。 2、打开抽空器到需抽空催化剂罐间管线设备上的所有阀门。 3、打开抽空器蒸汽阀，并用其控制真空度，使之保持 46.5KPa 以上。 4、若此阀全开，真空度仍提不起来，应检查蒸汽压力是否过低，压力低时要求调度通知蒸汽提高压力。 5、装、卸料或倒罐完毕即可关闭上述所有阀门，停止抽真空。（十八）向催化剂罐装剂：操作步骤：（1）催化剂放空检尺。（2）关闭罐顶放空，启动抽真空器。（3）打开装剂线手阀，适当给上流化输送风。（4）打开小旋风分离器灰斗下手阀。（5）以适宜的速度向装料斗装入催化剂。速度过小，浪费时间和能量；速度过大，易造成管线阻塞，实际上反而影响了总的装剂速度。（6）每隔半小时左右，将小旋风分离器料腿底部手阀开启一次（约 5 分钟），然后关闭。（7）装剂完毕后，关闭料腿和装剂线手阀，停抽真空。（8）打开罐顶放空，检尺。注意事项：（1）流化输送风在给风前一定要脱净水。（2）给风后要关闭装剂料斗旁风之手阀，使风完全进入装剂线。（3）装剂线阻塞，用其它方法处理无效时，可先停抽真空，然后向罐内充压，并用流化输送风辅助，将管线内催化剂倒顶出加料斗。畅通后重新按照上述装剂方法继续装剂。（十九）催化剂卸出：开、停工，系统藏量过高或催化剂严重污染时，需自系统中卸出催化剂。具体操作步骤如下： 1、检查卸料线上各盲板是否处于使卸料畅通的状态，如不畅通，须作相应处理。 2、催化剂罐（V102 ）抽真空。 3、打开卸料线中、后部所有阀门，根据不同卸料量的要求，选用不同的卸料线用风贯通。 4、打开卸料输送风阀。 5、缓慢打开卸料线之卸料根部阀，并用其控制卸料线温度不大于420℃。 6、待卸料达到要求后，关卸料线根部阀，用输送风将管线内催化剂全部吹入催化剂罐中，而后关闭卸料线上各阀，停抽真空。 7、卸料前后催化剂罐要检尺。（二十）催化剂的过滤：操作步骤：（1）拆去催化剂倒出罐底部加料线上的短节，换上过滤专用短节。（2）准备两个带把的过滤网。（3）打开倒罐线阀门。（4）催化剂接收罐抽真空，倒出罐打开罐顶放空。（5）放好过滤网，用倒出罐底大型加料阀控制过滤速度适宜。（6）过滤完了后，关闭原来所开阀门，停抽真空。（二十一）催化剂及烟气采样：操作步骤：（1）烟气采样自烟气采样口进行。采样时应先用烟气赶净采样器中的空气。（2）催化剂采样分别从待生斜管和再生斜管的松动点进行。（3）关闭松动点的器壁阀，缓慢打开放空阀，吹净短管内残存物，关闭蒸汽阀。（4）缓慢打开器壁阀，适当敲击短管以便催化剂流出。（5）采样完毕复位时，先关器壁阀，打开蒸汽，吹净短管内的催化剂，再关放空阀，最后打开器壁阀。注意事项：采样时不可将采样手阀开的过大，采样者面部、身体不得正对采样口，要严防着火和烫伤事故的发生。若此口采不出样，应将各阀恢复原位，换其它采样口重来。二、非正常情况处理反应系统一旦处于非正常操作状态，它对整个催化裂化装置，甚至全厂都有极大的影响，与此同时，与极易引起各参数的相互变化，稍有疏忽或判断不正确，处理不果断，不及时，不得力，都有可能导致事态的扩大或酿成事故，因此必须加强对各参数的监视，认真分析其变化，找出原因，采取果断、有力的措施，保证平稳生产。 1、反应温度大幅度波动原因：（1）总进料量发生大幅度变化（如仪表失灵，机泵故障或原料缓冲罐回炼油罐液面低造成泵抽空等）。（2）再生单动滑阀自动关死或斜管架桥，致使反应温度大幅度下跌。（3）原料性质剧烈变化或带水。（4）催化剂循环量大幅度变化。（5）预提升蒸汽突然中断，或蒸汽系统带水。（6）加料速度过猛或其它原因造成再生器温度大幅度变化，从而造成反应温度大幅度变化。现象：提升管温度大幅度变化，反应压力波动，严重时会造成冒黄烟或催化剂倒流等事故。调节方法：（1）仪表失灵及时改付线控制，并联系仪表修理；泵抽空或故障时切换备用泵，努力稳住进料量及各部操作并联系处理；当回炼油罐和分馏塔底液面均很低时，应适当补油。（2）反应温度自动控制、滑阀大幅度调节时，及时改遥控，或手动调节，并联系处理。判断发生架桥时，加大松动风或蒸汽量处理。（3）根据反应温度变化幅度，酌情增减总进料时，并联系调度尽快调整原料组成和性质。（4）仪表失灵时改手动调节，稳住循环量，控制好两器压力。（5）预提升介质压力下降时，及时关小器壁阀严防倒流，并通知提过热蒸汽压力。若因介质带水，应及时联系有关岗位或单位改善介质品质。（6）再生温度下降幅度过大时可喷燃烧油提温度，同时降低加料速度或停止加料。 2、反应压力大幅度变化。原因：（1）原料带水或进料量突然大幅度变化。（2）提升管温度剧烈变化。（3）气压机转数失控或故障停机。（4）放火炬闸阀失灵自开。（5）反应启用降温汽油过猛。（6）分馏塔底液面超高，造成憋压。（7）分馏塔顶油气分离器液面超高。（8）再生单动滑阀失控自动开大或关小。（9）分顶蝶阀失灵关闭。（10）分顶冷后温度突变。（11）分馏塔顶回流大幅度波动或其它各循环回流晃量或泵抽空，富吸收油返塔量变化等。（12）流化介质带水。（13）终止剂大幅波动。现象：两器压力大幅度变化，如处理不及时会影响催化剂的正常循环，打乱操作，并能导致设备超压，催化剂倒流等而酿成事故，同时反应压力变化，分馏压力也会随之波动，甚至导致安全阀启跳。调节方法：（1）调节进料量，并联系有关车间调整原料组成。反应压力超高时打开气压机入口放火炬，但要注意保持气压机入口压力，防止气压机飞动。（2）提升管温度剧烈变化引起压力变化时及时查清原因，按上面的调节方法处理。若此时反应压力陡降，则可利用分顶蝶阀维持反应压力，并联系气压机稍开反飞动。（3）汽压机转速失控或停止时，反应用放火炬阀和分顶蝶阀控制反应压力。（4）放火炬阀失灵全开时应立即通知气压机岗位改手摇关闭，联系仪表处理。（5）反应喷降温汽油时，应适当控制流量，不宜过大，以免发生事故。（6）分馏塔底液面、 V 202液面超高时，立即通知分馏撤液面。（7）再生滑阀失控时应立即改手动或手摇。若因突然关小造成反应温度低时，应适当降低进料量，甚至切断进料，维持反应温度。（8）分顶蝶阀正常应在开位置，若突然关闭则应立即降低或切断进料，同时将分顶蝶阀的信号切断，用手搬动连杆使其复位至全开。（9）冷后温度突然升高会造成反应压力超高，此时应降低进料量，通知班长，调度和车间联系有关岗位和车间处理。（10）分馏塔各回流波动造成反应压力变化时，联系分馏及吸稳调整。（11）蒸汽脱水，并联系调度改善蒸汽品质。（12）查明终止剂波动的原因，果断处理。 3、再生温度大幅度变化：原因及现象：（1）两器流化不正常，再生温度大幅度波动。（2）待生滑阀失灵，突然开大，再生温度上升，严重时会引起碳堆积和冒黄烟。（3）提升管反应温度低，待生剂带油引起再生温度波动。（4）外取热器循环突然开大或关小，引起再生温度波动。（5）汽提蒸汽量突然减小，待生剂油汽携带量增加，再生温度波动。（6）原料组成及性质或进料量变化，再生温度波动。（7）提升风量变化大，或带水引起再生温度变化。（8）加冷催化剂过快，引起再生温度波动。（9）外取热器水汽套管磨穿或腐蚀、水汽进入再生器，烟道大量见汽，再生温度下降。（10）外取热流化风带水。调节方法：（1）查清原因，及时处理，恢复两器正常流化，尽快平稳操作。（2）及时将沉降器料位自动控制切换成手动或手摇调节。（3）按反应温度低处理。（4）将外取热循环手动调节。（5）汽提蒸汽量突然减小，若仪表失灵立即改付线，若属蒸汽系统问题时，及时联系处理。（6）调整原料组成稳定总进料量。（7）联系风机，稳住风压按指标操作，及时脱水，风量低于1000Nm3/h时，投提升风自保，开提升风事故蒸汽帮助流化。（8）若仪表有问题，联系处理，注意调燃烧油量要执行稳、少、勤、的原则。（9）控制加料速度，使温降不大于 30 ℃。（10）通知班长和车间，听从指挥。（11）及时关闭流化风根部器壁阀，待脱净水后再投用。 4、沉降器汽提段料位大幅度波动。原因及现象：（1）待生塞阀突然开大，沉降器汽提段料位下降。（2）再生滑阀突然开大，沉降器汽提段料位上升。（3）反应压力突然增加，沉降器汽提段料位下降。（4）再生压力突然增加，沉降器汽提段料位上升。（5）待生料腿松动汽、风不足，沉降器汽提段料位只长不降。调节方法：（１）再生待生滑阀失灵时应立即改手动或手摇，稳定沉降器汽提段料位。（２）反应或再生器压力变化过大时，应通过改变再生，待生滑阀的开度来保持料位，同时，尽快调整两器压力，稳定两器差压。（３）汽提蒸汽量突然改变时，若仪表失灵立即改手动或付线控制，因蒸汽品质问题时应及时联系改善蒸汽品质。（４）提升风量不足时，投提升风自保用蒸汽帮助流化。（５）无论何种原因造成沉降器及汽提段料位突然下降，引起再生温度大幅度波动时，都应及时降低进料量，以防再生温度超高和碳堆积事故发生。５、进料泵抽空：原因：（１）原料罐液面低或原料中带轻油或水。（２）封油量过大或封油带水泵抽空。（３）泵入口管线有异物或结焦，或入口阀板脱落。（４）扫线蒸汽漏入原料油，回炼油或油浆系统。（５）机泵故障。现象：总进料量突然减小，反应温度上升。处理方法：泵抽空改启备用泵维持操作。（１）适当降量操作，联系有关岗位，车间改善原料性质。（２）配合司泵调整封油量加强封油脱水。（３）泵入口管线有异物或入口阀板脱落时，应汇报领导联系处理。（４）检查各扫线给汽点，发现问题及时处理。（５）联系电工、钳工处理。６、催化剂塌方：原因：（１）两器差压 “ 气喘式 ” 变化；（２）主风量突然大幅度变化；（３）汽提蒸汽量大幅度变化；（４）斜管松动蒸汽或松动风压力突然变化。（５）单动滑阀控制失灵，开度产生脉冲式变化；现象：两器藏量、密度大幅度波动，床层流化不均，催化剂循环失常，系统压力平衡被破坏，进而影响到反应过程和催化剂的汽提及再生。调节方法：（１）手动控制双动滑阀和气压机入口压力，调节两器差压到正常值稳住。（２）选择主风流量在合适的范围内，维持操作。（３）汽提蒸汽要保持在一定范围内，尽量减少波动。（４）排净松动蒸汽或松动风中的凝结水，同时调整两器差压，减少大汽泡的形成。（５）手摇控制滑阀开度，及时联系处理。７、催化剂架桥：原因：（１）催化剂循环暂停或减少，反应温度突然下降，反应深度突然下降，再生温度先是突然长高，尔后迅速下降。（２）斜管松动点不通，局部催化剂不流动堵塞斜管。（３）斜管松动蒸汽带水或限流孔板孔径不合适，产生汽阻。（４）催化剂循环量小，输送斜管中流速慢，气固分层。（５）两器差压过大，影响催化剂正常循环。现象：催化剂架桥会造成催化剂循环失常，斜管推动力波动，从而使反应温度下降，反应深度突然下降，反应压力减小。调节方法：（１）正常生产中出现反应温度突然下降时可在小范围内活动再生滑阀，帮助流化。（２）调整流化风和松动风量。（３）疏通松动点，加强松动介质脱水。（４）调整限流孔板孔径。（５）保证斜管有一定的推动力，增加催化剂循环量。（６）稳定两器压力。三、反应系统事故处理（一）事故处理原则：本装置为了防止发生重大事故，设有自动保护系统，正常生产中，要求自保系统任何情况下都应处于良好的备用状态。操作人员要对自保系统了解透彻、熟练掌握，准确无误地使用。发生重大事故应遵循下列原则：１、催化剂不能倒流，两器藏量不能压空，以防空气和油气互串，发生爆炸事故，两器压差超出35kPa（小于 15kP a）时，投用滑阀压降自保和进料自保切断两器和进料。２、反应器进料的情况下，反应温度应维持大于 4 85 ℃ ，若反应温度低，通过采取降进料量等措施仍不能维持时，投进料自保切断进料。３、投进料自保时，必须迅速关闭集合管上各进料手阀，开大预热线孔板付线，较长时间切断进料时还要将渣油切除系统。切断进料要通入流化介质，防止造成死床，如果自保阀通入的事故蒸汽不足以维持流化，可适当开付线。４、主风中断时，必须迅速投用主风自保和进料自保，切断进料。处理主风中断时要果断，不得使高温催化剂倒灌入主风管道系统。无主风时，再生器内不得喷入燃烧油。５、提升管反应器、沉降器、再生器、外取热器等内必须保证有足够的流化介质，出事故后根据情况及时投用自保，通入事故蒸汽保持流化，防止死床。６、切断进料后，两器尽量维持不低于 400 ℃，若主风仍维持时，再生温度维持在 650 ℃以上，以便恢复进料，再生温度低于 380 ℃时迅速卸出反应系统催化剂。７、反应器有催化剂时必须保持分馏塔底油浆循环，若分馏长时间不能维持循环时则停工卸料。８、只要系统有催化剂存在，在温度不低于 250 ℃的情况下，则严禁关闭松动介质及各吹扫点，以防堵塞反吹点，低于 250 ℃时，各松动吹扫点改用风松动或吹扫，不能改者，停止吹汽，防止催化剂 “ 和泥 ” 。９、放火炬蝶阀必须保持灵活好用，放火炬管网必须保持畅通。１０、事故发生后，班长、操作员必须沉着冷静，周密分析，正确判断，及时采取措施，大胆处理，严防惊慌失措，事后班长要组织全班讨论，分析总结出经验和教训。（二）切断进料原则：１、严重的碳堆积。２、主风中断。３、严重的超温超压状态。４、两器催化剂循环中断，催化剂停止流化。５、汽提蒸汽中断。６、再生单动滑阀、待生塞阀压降超限。７、催化剂损失过多，无法维持生产。８、严重的停电、停水、停风、停汽事故且不能迅速恢复。９、重要设备故障，无法维持生产时，或发生火灾爆炸等事故无法抗拒时。１０、其它导致无法生产的原因。（三）一般事故：１、二次燃烧：原因：再生烧焦反应中产生的 CO ，在有过剩氧和较高的再生温度下，继续氧化生成 CO 2同时放出热量，造成局部温度超高。现象：二次燃烧发生在稀相或旋分器及烟道部位，过剩氧会突然下降很多，温度迅速上升，易烧坏设备，使催化剂跑损、打乱操作。处理方法：在正常操作中，以加一氧化碳助燃剂的方法使一氧化碳在再生器密相床中完全燃烧为主要手段，经常注意烟道气中一氧化碳的含量，按时加助燃剂，必要时可增加助燃剂的加入量，防止二次燃烧的发生。在已经发生的情况下，可采取稀相喷冷却蒸汽或烟道喷蒸汽，加入适量的助燃剂进行控制，在迫不得已的情况下，可采取降低待生塞阀开度，降处理量直到切断进料的紧急措施，以防损坏设备。２、碳堆积：原因：碳堆积是由于装置的生焦能力大于烧焦能力，烧焦效果变差，催化剂含碳量滚雪球式逐渐增大，使再生催化剂活性严重下降，选择性严重变坏，最终导致催化剂完全失活。主要原因如下：（１）总进料量过大（人为增加或仪表失灵），使总生焦量过大，没及时调节。（２）原料组成太重，残炭值过大，或含稠环芳烃量大，使生焦量增加，没及时发现。（３）循环量下降，进料量提量过猛，造成反应温度过低，使得待生剂带油，调节不及时。（４）汽提蒸汽量过小，待生剂带油。（５）喷燃烧油过猛，量过大。（６）待生塞阀失灵开大，造成待生剂循环量过大且汽提效果差。（７）加料速度太快，催化剂活性太高，使反应深度增大，生焦量增加。（８）氧含量表失灵或假象，没及时发现。（９）蒸汽带油串入再生系统。（１０）切断进料后，催化剂活性较高，恢复进料速度太快，生焦量急剧增加。现象：（１）氧含量指示逐步下降，最后回零，烟道气中 CO 量增加。（２）再生剂定碳增加，采样目测发黑。（３）富气量下降，富气组成变轻（其氢、甲烷比例上升， C 3、 C 4含量下降），有时会出现气压机转速升高，出口流量降低，机组操作不稳的现象。（４）汽油、轻柴油量明显减少，回炼油液面明显上升。（５）由于催化剂含碳增加，故其重度增加，使得两器密度藏量、滑阀压降、提升管压降、旋分器压降，分布管压降及斜管推动力均有上升现象。（６）从烟道气中观察可发现烟气色度变重。（７）在氧含量较高的情况下，再生温度上升，氧含量很低时，再生温度突然下跌。处理方法：碳堆积发生后，使反应过程无法维持，轻者降量处理，重者切断进料，流化烧焦。在此过程中，既易引起超温超压事故的发生，可能烧坏设备，又会对催化剂的活性、选择性有破坏作用。所以碳堆积是一种后果比较严重的事故，因此必须特别注意，一旦碳堆积事故发生，烧焦过程中必须严格监视再生系统的温度变化情况。处理碳堆积时，首先应采样目测催化剂的颜色发黑的程度，判断碳堆积的程度大小，推测堆积的时间，从而决定降量的多少，还是切断进料流化烧焦，一般情况下，处理碳堆积的步骤如下：（１）切除回炼油，降低油浆回炼炼量，根据碳堆积程度适当降量，稍开进料事故蒸汽付线阀或加大预提升蒸汽量，以减少生焦，在大幅度降量过程中要控制好反应温度。不得超温。（２）关小再生滑阀和待生塞阀，使循环量降低，稍降系统压力，以减少焦炭生成。（３）主风应根据两器温度情况调整，不要采用大幅度提主风的办法来增强烧焦效果，可适当降低主风，以免烧焦过快而造成超温。（４）系统热量过剩时，（启用外取热器）增加取热器取热量，再生温度控制不高于 700 ℃，尽量不用稀相冷却蒸汽，既使使用也应缓慢进行。（５）若碳堆积严重，降量幅度大，以致切断进料流化烧焦时，可关小直至关闭进料喷咀集合管手阀，适当开事故旁通付线，使进料系统进行循环，回炼油罐液面满溢流时，启用油浆外甩。（６）根据烧焦情况，勤采样观察，发现催化剂颜色恢复正常应及时组织进料，恢复进料不要操之过急，谨防发生二次燃烧，因为烧焦完毕后的催化剂活性较高，进料过猛容易再次出现碳堆积。（７）在流化烧焦过程中，反应提升管要喷入事故蒸汽，并严格控制烧焦速度和稀密相温差，以防超温和二次燃烧，必要时提升管启用降温汽油。３、待生剂带油：原因：（１）反应温度太低。（２）汽提蒸汽量太小。（３）差压大幅度波动。（４）总进料量增加过多。现象：（１）再生温度上升，再生压力上升。（２）氧含量迅速回零。（３）严重时烟囱冒黄烟。处理方法：（１）带油严重时，须立即启用塞阀压降自保，主风自保和进料自保，经用事故蒸汽吹走再生器内的大量油气后，按严重碳堆积处理。（２）一般情况下按碳堆积处理。（３）由于气压机故障，反应压力大幅度波动时，可用放火炬阀调节，稳住反应压力，双动滑阀故障时改手动或手摇控制。（４）进料量调整要缓慢，小量逐步调整。４、主风机故障时的处理办法：（１）若运行机组故障，则配合主风机岗位切换备用机组。（２）若两台故障，或运行各机组突然停机，则应做如下处理。 a、立即投用主风自保，进料自保，关闭进料喷咀开大预热线，差压波动大时，投滑阀压降自保。 b、差压正常后，滑阀压降自保复位，保持两器流化。 c、分馏岗位按切断进料处理。 d、长时间主风不能恢复，再生温度低于 380 ℃以下时，按正常停工处理。 e、气压机无法循环则停车，反应压力由放火炬闸阀或分顶蝶阀控制。 f、严防催化剂倒入主风机体，若倒入机体则需清扫干净，方可启动。 g、待主风恢复后，各部再逐渐恢复。５、主风机飞动：原因：（１）再生器压控失灵或双动滑阀失灵，造成系统压力突然升高。（２）入口蝶阀开度太小使主风机飞动（停净化风或投主风自保）。现象：主风量大幅度变化，使再生压力，两器密度和藏量，循环量等大幅度变化，打乱操作，同时也极易使催化剂倒灌入机体，造成主风机严重损坏等事故。处理方法：（１）系统压力太高时，应尽快撤压，双动滑阀失灵立即改手动或手摇。若短时间内无效，应投用主风自保乃至滑阀压降自保，同时主风机岗位迅速打开机出口放空，使机组尽快恢复正常。（２）若因蝶阀控制失灵，应马上直接用手轮将蝶阀摇开，再生压力低时，可稍开事故蒸汽付线。（３）主风单向阻尼阀失灵关闭时，应立即投用主风自保，同时主风机开出口放空，消除机组飞动并及时联系仪表处理。恢复操作时要慢、防止超温，发生事故。（４）主风机飞动时，主风机操作员应迅速查明原因，开放空时不能开的太大，以使机组消除飞动为宜，要保证风机出口压力大于再生系统压力，以防发生催化剂倒灌事故。６、催化剂循环中断：原因：（１）再生单动滑阀或待生塞阀失灵全关。（２）斜管松动介质压力过低，带水或中断造成架桥阻塞。（３）汽提蒸汽量过大。现象：（１）反应温度迅速下降，再生温度先是上升而后迅速下降。（２）反应压力下降，烟气氧含量上升。（３）滑阀压降突变。（４）系统压力大幅波动，造成沉降器顶部焦块脱落，堵塞催化剂通道。处理方法：（１）因滑阀失灵全关引起催化剂循环中断时应立即改手动或手摇打开，保持流化。（２）由于斜管松动介质压力变化引起架桥时，应调整其压力，松动点堵塞要及时处理。（３）由于汽提蒸汽控制失灵时改手动或用付线控制流量，若蒸汽带水则排净冷凝水。（４）系统压力变化过大时，应在尽可能快恢复的同时用改变滑阀开度的方法改变催化剂循环量。（５）不能恢复催化剂循环时，按停工处理。四、自动保护系统：（一）进料低流量自保。反应总进料降至 25t/h ， FT-1 16发出预报警，当降至 18t/h 时，启动自保，按动进料自保开关。反应总料自保阀关闭；进料事故旁通阀开启，将反应进料转回回油罐；进料事故蒸汽开启，向提升管通入事故蒸汽。（二）滑阀压差低限自保：两器差压值达 0.015MPa 或0.035MPa 时， PdT-104 或 Pd101 发出预报警，当两器差压绝对值达 0.0 40MPa或0.010MPa 时，启用自保，投滑阀压差低限自保切换开关，两单动滑阀同时关闭，进料自保系统同时启用，该系统各阀相应动作。（三）主风低流量自保。主风量降至24800Nm3/h 时， FT-10 6发出预期报警，当降至20400Nm3/h时，启用自保，按动主风自保开关。主风事故蒸汽阀开启，主风单向阻尼阀关闭，同时，进料自保系统启用，该系统各阀相应动作。反应自保系统逻辑关系图： file:///C:/Users/1/AppData/Local/Temp/ksohtml/wps_clip_image-1028.png 事正故常阀事位门故置位名置称保护项目原料进料主风单动滑阀提升风进料阀旁通阀事故蒸汽阀事故蒸汽阀主风阀待生塞阀再生单动滑阀事故蒸汽阀开关开关开自动调节位置自动调节位置关原料流量低限关开开关开同上同上主风流量低限关开开开关同上同上单动滑阀压差低限关开开关开关关提升风流量低限开查看更多 2个回答 . 3人已关注

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柴油的酸值为多少，柴油标准中没有，哪位大神能给个有根据的答案？ 柴油的酸值为多少，柴油标准中没有，哪位大神能给个有根据的答案查看更多 6个回答 . 4人已关注

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煤炭直接液化技术交流（基本原理，技术分析，工艺介绍， ...？ 1 引言为了 21 世纪中国国民经济持续高速发展，解决好能源供应和环境保护问题是非常重要的。中国有着丰富的煤炭资源，全国累计探明煤炭保有储量超过 1000 亿 t ，经济开采储量达 1145 亿 t 。几年来，煤炭在中国一次能源生产和消费总量中均占 70 ％以上。在未来 30 ～ 50 年内，中国一次能源生产、消费中煤炭所占的比重有可能仍将超过 50 ％。随着国民经济的高速发展和人民生活水平的不断提高，中国一次能源中石油供需矛盾日益突出， 1995 年中国的原油进出口量基本持平，轻油 ( 轻油、柴油 ) 净进口量 10 万 t ， 2001 年中国的石油进口已近 7000 万 t ，预计 2005 年中国石油进口将达到 1 亿 t 。在未来的几十年内，石油消费量的增长是不可避免的。为了减轻我国对石油进口的依赖，积极发展煤炭液化是一项具有重要意义的能源技术。 2 煤炭直接液化技术 2.1 技术简述煤炭液化是先进的煤炭转化技术之一，是以煤为原料制取液体烃类为主要产品的技术。煤液化分为 “ 煤炭直接液化 ” 和 “ 煤炭间接液化 ” 两大类。煤炭直接液化 [1] 是煤直接催化加氢转化成液体产物的技术。一般情况下，一吨无水无灰煤能转化成半吨以上的液化油。煤直接液化油可生产洁净优质汽油、柴油和航空燃料。该工艺是把煤先磨成粉，再和自身产生的液化重油（循环溶剂）配成煤浆，在高温（ 450 ℃ ）和高压（ 20 ～ 30MPa ）下直接加氢，将煤转化成汽油、柴油等石油产品， 1t 无水无灰煤可产 500 ～ 600kg 油，加上制氢用煤，约 3 ～ 4t 原煤产 1t 成品油。煤炭间接液化是以煤基合成气 (CO+H2) 为原料，在一定的温度和压力下，定向地催化合成烃类燃料油和化工原料的工艺，包括煤气化制取合成气及其净化、变换、催化合成以及产品分离和改质加工等过程。通过煤炭液化，不仅可以生产汽油、柴油、 LPG( 液化石油气 ) 、喷气燃料，还可以提取 BTX( 苯、甲苯、二甲苯 ) ，也可以生产制造乙烯的原料 [2] 。煤炭液化可以加工高硫煤，硫是煤直接液化的助催化剂，煤中硫在液化过程中转化成 H2S 后，再经分解可以得到硫产品。 2.2 煤炭直接液化的基本原理煤炭液化是把固体状态的煤经过一系列的化学加工过程，使其转化为液体产品的洁净煤技术。通俗的说，就是通过不同的化学裁剪的方法是固体煤炭中有机分子结构变成液体的分子结构。对于无烟煤、烟煤、次烟煤和褐煤来说，煤有机质中的氢碳原子比大约为 0.6 ～ 0.8 ，而对于液态的油品其氢碳原子比值约为 1.8 ，天然气中甲烷的氢碳原子比是 4 ，因此要将煤变成油首先要将煤的分子结构打碎再加氢，达到目标产物的氢碳原子比。在煤炭直接液化工艺中，煤大分子结构的分解是通过加热来实现的，煤的结构单元之间的桥键在加热到 250 ℃ 以上时就有一些弱键开始断裂，随着温度的进一步升高，键能较高的桥键也会断裂。桥键的断裂产生了以结构单元为基础的自基，自由基的特点是本身不带电荷却在某个碳原子上（桥键断裂处）拥有未配对的电子。自由基非常不稳定，在高压氢气环境和溶剂分子分割的条件下，被加氢生成稳定的低分子产物（液体的油和水以及少量气体）。这个过程可以分为煤的热溶解、氢转移和加氢 3 个步骤。 2.3 技术分析国外煤直接液化技术的研究与开发从 20 世纪初开始，已经走过了一个漫长的历程。 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 1O40t/a 。到 1944 年，生产能力达到 44000t/a 。第二次世界大战结束后，除当时在东德的 Leuna 工厂 ( 运转至 1959 年 ) 外，德国的煤直接液化工厂被全面禁止。从 50 年代开始，中东地区大量廉价石油的开发，煤直接液化失去了竞争力和继续存在的必要。 1973 年后，由于石油危机，煤转化技术研究又开始活跃起来。一些煤直接液化新工艺在完成百吨级工业性装置运转研究后，都先后完成了规模生产的可行性研究。我国的煤直接液化技术研究从 20 世纪 70 年代末开始，通过国家 “ 六五 ” 、 “**” 科技攻关和近 20 年的国际合作，已建成具有国际先进水平的煤炭直接液化、液化油提质加工和分析检验实验室，开展了基础研究和工艺开发，取得了一批科研成果，培养出了一支专门从事煤炭直接液化技术研究的科研队伍。 1997 年开始，煤炭科学研究总院分别同德国、日本、美国有关政府部门和公司合作开展了我国煤炭直接液化示范厂技术经济的预可行性研究，选择云南先锋煤、黑龙江依兰煤和内蒙古神华煤分别在国外已有中试装置上完成了工艺放大试验，并分别在 1999 年和 2000 年完成了三个煤液化厂的预可行性研究，为建设工业化生产厂打下了坚实的基础。尤其是神华煤直接液化项目，在煤科总院已有工作的基础上，分析、借鉴了国外先进国家煤直接液化工艺技术的优缺点和工程方面的可操作性，在优化组合、消除风险的基础上，投入大量资金，改造建设了一套 0.1t/d 全新的煤直接液化 BSU 工艺装置和 0.2t/d 的新催化剂 FDU 生产装置，通过多次试验比选，开发了合理可靠的神华煤直接液化工艺。 2004 年 5 月神华煤直接液化的技术和工艺通过了专家的评估和鉴定，形成了自主知识产权。 2.4 煤炭直接液化典型工艺介绍煤的直接液化是煤在适当的温度和压力下，催化加氢裂化生成液体烃类及少量气体烃，脱除煤中氮、氧和硫等杂原子的转化过程。目前的典型工艺有： a. 美国 HTI 工艺 : 该工艺是在两段催化液化法和 H － COAL 工艺基础上发展起来的，采用近十年来开发的悬浮床反应器和 HTI 拥有专利的铁基催化剂（ GelCatTM ）。工艺特点：反应条件比较缓和，反应温度 420 ～ 450 ℃ ，反应压力 17MPa ；采用特殊的液体循环沸腾床反应器，达到全返混反应器模式；催化剂是采用 HTI 专利技术制备的铁系胶状高活性催化剂，用量少；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；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。 b. 日本 NEDOL 工艺 : 该工艺由煤前处理单元、液化反应单元、液化油蒸馏单元及溶剂加氢单元等 4 个主要单元组成。工艺特点：反应压力较低，只有 17 ～ 19MPa ，反应温度为 430 ～ 465 ℃ ；催化剂采用合成硫化铁或天然硫铁矿；固液分离采用减压蒸馏的方法；配煤浆用的循环溶剂单独加氢，以提高溶剂的供氢能力；液化油含有较多的杂原子，还须加氢提质才能获得合格产品。 c. 德国煤液化新工艺（ IGOR 工艺） :1981 年，德国鲁尔煤矿公司和费巴石油公司对最早开发的煤加氢裂解为液体燃料的柏吉斯法进行了改进，建成日处理煤 200 吨的半工业试验装置，操作压力由原来的 70MPa 降至 30MPa ，反应温度 450 ～ 480 ℃ ，固液分离改过滤、离心为真空闪蒸方法，将难以加氢的沥青烯留在残渣中气化制氢，轻油和中油产率可达 50 ％。工艺特点：把循环溶剂加氢和液化油提质加工与煤的直接液化串联在一套高压系统中，避免了分立流程物料降温降压又升温升压带来的能量损失，并且在固定床催化剂上使 CO2 和 CO 甲烷化，使碳的损失量降到最小。投资可节约 20 ％左右，并提高了能量效率。 d. 俄罗斯煤加氢液化工艺特点：一是采用了自行开发的瞬间涡流仓煤粉干燥技术，使煤发生热粉碎和气孔破裂，水分在很短的时间内降到 1.5 ％～ 2 ％，并使煤的比表面积增加了数倍，有利于改善反应活性。该技术主要适用于对含内在水分较高的褐煤进行干燥。二是采用了先进高效的钼催化剂，即钼酸铵和三氧化二钼。催化剂添加量为 0.02 ％～ 0.05 ％，而且这种催化剂中的钼可以回收 85 ％～ 95 ％。三是针对高活性褐煤，液化压力低，可降低建厂投资和运行费用，设备制造难度小。由于采用了钼催化剂，俄罗斯高活性褐煤的液化反应压力可降低到 6 ～ 10MPa ，减少投资和动力消耗，降低成本，提高可靠性和安全性。但是对烟煤液化，必须把压力提高。 3 煤结构的研究在分子水平上认识物质的组成和结构，认识分子在不同条件下的化学变化和化学行为是化学研究的目的。从分子水平上揭示煤液化机理，有必要深入了解煤结构。煤结构的研究一直是煤科学领域的热点和最重要的基础研究内容，它包括两个方面内容：一是煤的化学结构即有机物各组分的分子结构及其相互间的共价键连结；二是煤的物理结构即煤的显微组分、孔结构及煤中有机物分子间和分子内的非共价键作用力。 3.1 煤结构的研究方法和分析手段最初，人们通过煤热解、加氢裂解和其它化学方法处理后的小分子单体或对缩聚过程中得到简单的所谓单元结构来研究煤结构，但没有成功。然后，研究的重点集中于煤的骨架，包括 C ， H ， N ， O 和 S 是怎样同碳骨架连接的，可测官能团的数量及它们与煤的类型和煤阶的关系。研究方法也从化学法如乙炔化、烷基化、选择性氧化、模型化合物反应到物理方法如 GC ， FTIR ， ESR 和 NMR ，从芳环和桥键结合的一维分析到二维核磁共振分析再到三维煤分子结构分析。一些先进的分析技术如 X 光电子能谱 (XPS) 、 X 射线散射 (XRS) 、 X 射线吸收近边结构谱 (XANES) 、扫描透射 X— 射线显微镜法 (STXM) 、粒子诱导的 X— 射线发射分析／粒子诱导的 Y— 射线发射分析 (PIXAE ／ PIGE) 、核磁共振成像 (NMRl) 、核磁共振碳谱 (C—NMR) 、核磁共振氮谱 (N—NMR) 、激光离子化质谱分析 (LIMA) 和漫反射傅立叶变换红外 (DRFRIR) 等也应用于煤结构的研究。近来有的学者用量子化学计算法来研究煤的结构以及计算机辅助构筑煤分子结构模型。溶剂抽提通过宏观晶体的微观分子态能提供整个分子结构的信息，所以一直认为是研究煤结构的一种有效方式。 3.2 煤的物理结构目前，人们对煤的岩相显微组分 ( 如：镜质组、丝质组、稳定组 ) 及其反应性认识方面取得了一定的进展，能够通过煤的显微组分解释反应性。显微组分之间的物理化学聚集态对研究煤的结构有重要作用，显微组分分布呈现带式、镶嵌和带式镶嵌混杂的结构特征。但由于煤中不同的岩相组分的区别在于其宏观结构和光学性质，难以实现具有工业意义上的岩相分离，而且由于不同煤种的相同岩相组分并不具有相同的化学组成，因此通过岩相组分研究煤 [3] 的化学反应虽然比将煤看作单一物质深了一个层次，但仍然是宏观的，其应用范围是有限的。煤中有机物分子间和分子内的非共价键作用力也是煤结构研究的一个重要内容。非共价键作用力被认为涉及氢键、电荷转移、丌 — 丌相互作用及范德华力。借助于 FTIR ， ESR 和 NMR 等分析手段结合溶剂溶胀技术可以较深入地了解煤中非共价键的作用。用极性溶剂对煤进行预处理，一方面可以减少大小两相之间的缔合。同时，煤的孔结构也相应发生改变，形成较低自由能的缔合结构。另一方面，小分子相脱出，减少了小分子相与交联骨架的缩聚，提供了更多的煤结构的信息。但仅仅了解煤中非共价键的作用对了解煤的成因和实现煤的转化远远不够，更需要了解的是煤中有机物各组分的分子结构。 3.3 煤的分子结构研究煤中有机物分子结构的手段可分为无分离、可分离、破坏性和非破坏性分析。 Wertz 等用 XRD 测定了煤的芳香性质，计算了煤中缩合芳环酌平均尺寸，发现 C—NMR 测定的结果十分吻合； Xie 通过 XRD ， XPS ， FTIR 和 C—NMR 等技术对煤样进行分析，计算了煤的芳香度，测定了 O ， N ， S 等杂原子的存在形态； Schmiers 等用 C—NMR 研究了两种褐煤的大分子结构，提出了相应的结构模型，认为褐煤中的芳环主要是苯环， --CH2— ， --O— 和 —S— 桥键将含不同取代基的苯环连接在一起形成大分子。 Solum 等研究了 Argonne Premium 煤的 N—NMR 波谱，发现煤中有机氮原子均存在于煤的芳环结构中。此外，还有一些学者用 FTIR ，散射 FTIR 和 XRD 对煤中的官能团、脂肪和芳香结构及煤中有机氮的含量进行了研究。这些研究从不同的侧面给出了煤中大分子结构的一些信息，但均属于无分离分析，未能从分子级别上进行研究，揭示煤中有机物各组分确切的分子结构。 Hedek 通过对煤热降解可溶组分的分离分析表明煤结构是由一个带有 C—C 强键并渗透着可溶的高分子 “ 流动相 ” 的三维大分子网络组成。 Stock 等通过在碱性溶液中氧化和 N— 甲基 —2— 吡咯烷酮 (NMP)— 吡啶混合溶剂中脱羧处理，用 GC ／ MS 测定了 Pocahontas No . 3 煤衍生的一系列多环芳烃的结构。我们对煤的四氢呋喃／甲醇 (1 ： 1) 的不溶物进行了催化温和破坏性分析，用 GC ／ MS 检测出了二十多种含硫化合物和十多种含氮化合物以及一系列多环芳烃结构。以上方法属于可分离分析和破坏性分析。基于可分离分析和／或破坏性分析的结果， Ohkawa 等提出了计算机辅助构筑煤分子结构模型构想，旨在给出煤的分子结构模型。对 Akabira 煤的研究表明计算机辅助构筑煤分子结构模型是一种科学快速的煤结构研究手段。但这一设想的合理性受到如下事实的挑战：首先，即使仅就破坏性分析的结果而言，由于所得产物成分复杂，彼此组合形成大分子的可能就无穷尽；其次，煤中有机物不是单一成分，不能仅用某种模型来表示。用正庚烷、甲醇、四氢呋喃等溶剂及其混合物对吡啶的可溶物进行多级萃取，并给出了各馏分的分子结构模型。在较温和的条件下通过用超临界流体萃取和超临界 GC ／ MS 分析可以得到煤中部分有机组分的结构信息。以上方法属于可分离、非破坏性分析，但能测定的只是煤中含量很少的小分子成分。从分子水平上对煤进行分离进而分析是确定煤的化学结构的关键 [4] 。在不破坏共价键的前提下，可溶化是从分子水平上分离煤的必要条件。饭野雅最早发现 CS2—NMR 混合溶剂具有优良的溶煤能力，如在室温下枣庄煤在该混合溶剂中的萃取率高达 78 ％，添加少量的四氰基乙烯 (TCNE) 和四氰基对醌二甲烷 (TCNQ) 等受电子试剂可进一步提高萃取率。利用该混合溶剂优良的溶煤能力和某些受电子试剂的增溶作用至少可以使某些煤中大部分有机物在保持共价键的条件下实现可溶化，进而利用多种现代化的分析技术可望了解其中各组分确切的分子结构。但该技术现在面临的挑战仍然是大部分煤的可溶性不大、有效分离和煤中大分子定量及定性困难。此外，还有的学者利用煤相关模型化合物反应来间接研究煤的分子结构或作为破坏性分析研究的补充手段。该方法主要是在大量的实验和理论分析的基础上建立模型化合物在不同条件与其分子结构参数的函数关系。尽管国内外学者作了大量的研究工作，但对煤结构的认识仍然是零散的、模糊的。基于煤结构的研究方法，可以从以下几个方面来考虑： (1) 应当考虑煤的类型和煤阶； (2) 物理结构同化学结构研究的结合； (3) 溶剂抽提和仪器分析技术的结合； (4) 无分离、可分离、温和破坏性和非破坏性方法的相互补充，如对溶剂多级萃取小分子后的煤骨架进行温和破坏； (5) 宏观晶体和微观分子态分析相结合； (6) 借助于量子化学计算和计算机辅助构筑煤分子结构。 4 煤炭直接液化技术的开发研究为了解决中国石油短缺的问题，寻求廉价生产人造石油的有效途径，中国自 1980 年重新开展煤炭直接液化技术研究。在煤炭科学研究总院北京煤化学研究所建成具有先进水平的煤炭直接液化、油品提质加工、催化剂开发和分析检验实验室，开展了基础和技术研究，取得了一批科研成果，培养了一支技术队伍，为深入进行工艺开发和筹建大型煤炭直接液化生产厂奠定了基础。 4.1 煤种评价与选择煤炭直接液化对原料煤质量有一定要求。选出适合液化的中国煤种，对我国煤液化采用何种工艺及其经济性都有重要意义。用高压釜对华北、东北、华东、西北、西南的十几个省、自治区的气煤、长焰煤、不粘煤、弱粘煤和褐煤进行液化性能测试，接着在处理能力为 0.1t ／ d 煤的连续液化试验装置上进行液化性能评价和工艺条件优选，从中选出 15 种适宜液化的煤 . 4.2 工艺技术研究北京煤化学研究所对北宿、神木、天祝、先锋等 4 种煤样进行了工艺条件试验。结果表明，采用铁系催化剂，一段液化工艺的适宜条件是：煤浆在反应器内停留时间不能小于 1h ，氢浓度应控制在 90 ％左右，反应温度取决于原料性质和反应压力，一般在 440 -470 ℃ 范围内。该所还对煤 — 油共炼进行了研究 [5] 。 4.3 催化剂的筛选和研究北京煤化学研究所在直接液化催化剂的筛选和研究方面的工作分两部分进行。一是天然矿物催化剂的筛选和微粉碎及其评价；二是高活性催化剂的研制。该所对我国的硫铁矿、钛铁矿、铝厂赤泥、钨矿渣、钼矿飞灰、高炉飞灰等 27 种天然矿物进行了活性筛选，从中选出了 5 种活性较高的催化剂，达到或超过了合成硫化铁的催化活性指标。目前正在进行高分散铁系催化剂的研制工作，已完成实验室阶段研究。催化活性达到了世界先进水平。 4.4 煤液化油提质加工的研究利用国产催化剂，进行了煤液化油的提质加工研究，经加氢精制、加氢裂化和重整等工艺的组合，成功地将煤液化油加工成合格的汽油、柴油和航空煤油。 5 煤炭直接液化的经济性分析煤炭液化技术已经成熟。早在 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 。 1936 ～ 1943 年为支持其法西斯侵略 ** ，德国又有 11 套煤直接液化装置建成投产，到 1944 年，生产能力达到 423 万 t ／ a 。 50 年代后，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。 1973 年后，由于中东 ** ，西方世界发生了一场能源危机，煤液化研究又开始活跃起来，德国、美国、日本、俄罗斯等国相继开发了煤炭液化新工艺，陆续成功地完成了日处理 150 ～ 600t 煤的大型工业性试验，并进行了工业化生产厂的设计工作。工业先进国家未实现建煤炭直接液化厂的主要原因不是技术问题 [6] ，而是经济问题。在工业先进国家，由于设备、人工、煤炭等价格较高，煤液化油的成本每桶高达 28 ～ 35 美元。近几十年来，一方面它们能够得到廉价的天然石油供给，另一方面积极开发能够显著降低生产成本的先进煤液化工艺，以预防未来天然石油资源的大量消耗。例如，开发了新型催化剂和联合工艺，有的用 1t 煤可以生产 4 ～ 5 桶油，有的操作压力可以降到 6 ～ 10MPa ，生产成本有所下降。自 1997 年至今，经过中德、中日、中美政府间的科技合作，进行了在中国建设煤炭直接液化示范厂的可行性研究工作，结果表明，在陕西及内蒙古的神府 — 东胜地区、云南先锋地区和黑龙江依兰地区建设煤炭液化厂都具有较好的经济效益和社会效益。与工业发达国家相比，由于我国煤产地煤价、人工相对低廉，大部分生产设备可以国产化，在上述地区煤液化油的生产成本只有 15~18 美元／桶。例如神华煤液化厂预可行性研究结果表明：采用美国 HTI 煤液化工艺，神华煤液化可得到高达 63 ％～ 68 ％的油收率。建设一座日处理上湾煤 12800t 的液化厂（由 3 条生产线组成），每年能生产汽油、柴油和液化石油气等 250 多万 t 。总投资约为 160 亿元，生产成本约为 15~16 美元／桶。一期先建设１条生产线，年产 80 万 t 油，投资约 60 亿元人民币。再如云南先锋煤液化厂规模为年处理（液化）褐煤原煤 257 万 t ，气化（含发电 17 万 kW ）用原煤 253 万 t ，供不应求年用原煤 510 万 t 。年产汽油、柴油和液化石油气等 102 万 t 。总投资为 102 亿元，生产成本约为 17~18 美元 / 桶。实现煤炭液化工业化生产是解决中国现阶段几十年内石油供需矛盾的一个可行的有效算途径。 6 先进的煤炭直接液化工艺的比较煤炭加氢直接液化自 1911 年由 Bergius 实验室发明以来，已有近百年的历史。首座煤炭液化实验厂于 1926 年建成， 1927 年在德国建成商业规模的液化厂。 20 世纪 70 年代石油危机后，在美、德、英、前苏联、波兰及日本相继进行了大规模的开发研究，提出了 10 多种煤炭液化新工艺。降低了加氢压力、氢耗、能耗，提高了效率、工艺的合理性与集成度。在上述基础上， 20 世纪 80 年代后逐渐形成了 3 种典型的液化工艺。由德国原 IG 工艺改进开发后的 IGOR 工艺；由原美国 H-coal 和 CTSL 工艺改进后的 HTI 工艺；经日本对 EDS 工艺改进后开发的 NEDOL 工艺。德国 IGOR 工艺与老 IG 工艺的区别是：将一段加氢液化与二段溶剂加氢紧密结合在一起，增加一个装填有高活性载体催化剂，连接高、低温分离器的固定床加氢反应器。这种改进既可减少热能损失又可节省工艺装备投资。工艺反应压力由 70MPa 降低为 30MPa ，液化油收率从 50% 提高到 60% ，中试规模为 200t/d 。 HTI 液化工艺则吸取了 H-coal 及 CTSL 工艺的优点，采用了超细高分散铁系催化剂，增加了液化油加氢提质反应器来提高柴油的质量。临界溶剂脱灰技术的应用使液化油产率有所提高，改善了煤直接液化技术的经济性，中试规模为 200 ～ 600t/d 日本开发的 NEDOL 工艺是对 EDS 工艺的改进，不同的是将加氢压力提高 17 ～ 19MPa 。另外，加入铁系催化剂提高了循环溶剂的供氢能力和液化油收率，中试规模为 150t/d 。 3 种直接液化工艺的对比结果见表 6-1 [7] 。 6 - 1 三种先进直接液化工艺的对比结果工艺名称 HTI IGOR NEDOL 反应器类型悬浮床鼓泡床鼓泡床温度 / ℃ 440-450 470 465 压力 /MPa 17 30 18 催化剂 GelCaTM 炼铝赤泥天然黄铁矿用量 /% 0.5 3-5 3-4 固液分离方法临界溶剂萃取减压蒸馏减压蒸馏在线加氢有或无有无循环溶剂加氢部分在线离线工业性试验规模 600t/d 200t/d 150t/d 试验煤神华煤先锋褐煤神华煤转化率 /% 93.5 97.5 89.5 生成水 /% 13.8 28.6 7.3 烯烃油 /% 67.2 58.6 52.8 残渣 /% 13.4 11.7 28.1 氢耗 /% 8.7 11.2 6.1 7 煤炭直接液化技术在我国的应用现状我国从 20 世纪 70 年代末开始开展煤炭直接液化技术研究 [8] ，主要研究单位有：煤炭科学研究总院、华东理工大学、中科院山西煤化所、太原理工大学、大连理工大学等。通过国家 “ 六五 ” 、以来的科技攻关和国际合作，已建成完备的煤炭直接液化、油品提质加工和分析检验的实验室，进行了基础研究和工艺开发。其中，煤炭科学研究总院北京煤化学研究所对中国的上百个煤种进行了液化试验，选择液化性能较好的煤种在 0.1t/d 装置上进行了几十次运转试验，选出了 15 种适合于液化的中国煤，液化油收率可达 50% 以上（无水无灰基煤）。对其中 4 个煤种进行了直接液化的工艺条件研究，开发了高活性的煤液化催化剂。同时还利用国产加氢催化剂，及逆行了液化油的提质加工研究，经加氢精制、加氢裂化和重整等工艺的组合，成功地将液化粗油加工成合格的油品。为了进一步工艺放大和工业化生产打基础，煤炭科学研究院还分别同德国、日本、美国有关政府部门和公司合作，完成了神华煤、云南先锋煤和黑龙江依兰煤在国外中试装置上的放大试验。煤炭液化工程试 “ 十一五 ” 期间中国国家重点组织实施的 12 大高新技术工程之一。通过国内、国际的合作，多个液化项目已完成可行性研究，部分正在运作、建设。见表 7-1 。表 7-1 国内煤液化项目情况单位神华集团云南先锋兖州集团每种上海煤先锋褐煤北宿煤产品油 / 万 t/a 250 100 50 汽油 / 万 t/a 23 35 13.5 柴油万 t/a 96 53 36.5 石脑油 / 万 t/a 98 0.88 （苯） — LPG/ 万 t/a 23 6.75 2.0 工艺 HTI 德国俄罗斯总投资 137 亿（一期） 103 亿 32.3 亿进度完成可行， *** 批准预可行预可行可行 / 预可行承办单位中国石化工程建设公司化二院化六院其中神华集团的 “ 神华矿区建设煤炭直接液化示范厂 ” 项目，是世界首次进行的大规模的煤炭直接液化项目，这是我国首个也是世界首个商业化的煤炭直接液化石油项目。该项目有神化集团与美国 ABB 鲁玛斯公司共同完成，总投资 250 亿元，设计规模为年生产成品油 500 万 t ，副产品 18 万 t 。每年可就地转换煤炭 1500 万 t 。共建五条生产线，一期工程先建 3 条生产线。该项目采用美国碳氢技术公司 (HTI) 的生产工艺，是目前世界上首条煤直接转化油的工业化生产线，分为煤液化、液化、液化油提质和制氢三大部分。估计该项目全部达产后，年创税收可达 25 亿元，实现利润 5 亿元。目前这一工程已经进入全面实施阶段。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 。 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。相继开发了多种第二代煤直接液化工艺，如美国的氢 - 煤法（ H-Coal ）、溶剂精炼煤法（ SRC- Ⅰ 、 SRC- Ⅱ ）、供氢溶剂法（ EDS ）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。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等。我国煤炭科学研究总院北京煤化所自 1980 年重新开展煤直接液化技术研究，现已建成煤直接液化、油品改质加工实验室。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 公司也签订了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。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 原煤 253 万吨，合计用原煤 510 万吨。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 . 我国首家大型神华煤直接液化油项目可行性研究 [9] ，进入实地评估阶段。推荐的三个厂址为内蒙古自治区鄂尔多斯市境内的上湾、马家塔、松定霍洛。该神华煤液化项目是 2001 年 3 月经 *** 批准的可行性研究项目，这一项目是国家对能源结构调整的重要战略措施，是将中国丰富的煤炭能源转变为较紧缺的石油资源的一条新途径。该项目引进美国碳氢技术公司煤液化核心技术，将储量丰富的神华优质煤炭按照国内的常规工艺直接转化为合格的汽油、柴油和石脑油。该项目可消化原煤 1500 万吨，形成新的产业链，效益比直接卖原煤可提高 20 倍。其副属品将延伸至硫磺、尿素、聚乙烯、石蜡、煤气等下游产品。这项工程的一大特点是装置规模大型化，包括煤液化、天然气制氢、煤制氢、空分等都是世界上同类装置中最大的。预计年销售额将达到 60 亿元，税后净利润 15.7 亿元， 11 年可收回投资。甘肃煤田地质研究所煤炭转化中心自主研发的配煤液化试验技术取得重大突破。由于配煤液化技术油产率高于单煤液化，据测算，采用该技术制得汽柴油的成本约 1500 元 / 吨，经济效益和社会效益显著。此前的煤液化只使用一种煤进行加工，甘肃煤炭转化中心在世界上首次采用配煤的方式，将甘肃大有和天祝两地微量成分有差别的煤炭以 6 ： 4 配比，设定温度为 440 ℃ 、时间为 60 秒进行反应，故称为 “ 配煤液化 ” 。试验证明，该技术可使煤转化率达到 95.89% ，使油产率提高至 69.66% ，所使用的普通催化剂用量比单煤液化少，反应条件相对缓和。甘肃省中部地区高硫煤配煤直接液化技术，已由甘肃煤田地质研究所完成实验室研究，并通过专家鉴定，达到了国际先进水平。同时，腾达西北铁合金公司与甘肃煤田地质研究所也签署投资协议，使 “ 煤制油 ” 产业化迈出了实质性一步。为给甘肃省 “ 煤制油 ” 产品升级换代提供资源保障，该省同甘肃煤田地质研究所就该省中部地区高硫煤进行 “ 煤制油 ” 产业化前期研究开发。经专家测定，产油率一般可达到 64.63 ％，如配煤产油率可达 69.66 ％。该项目付诸实施后，将为甘肃省华亭、靖远、窑街等矿区煤炭转化和产业链的延伸积累宝贵的经验。神华集团 “ 煤制油 ” 直接液化工业化装置已正式于 2004 年 8 月底在内蒙古自治区鄂尔多斯市开工。这种把煤直接液化的 “ 煤制油 ” 工业化装置在世界范围内是首次建造。神华煤直接液化项目总建设规模为年产油品 500 万吨，分二期建设，其中一期工程建设规模为年产油品 320 万吨，由三条主生产线组成，包括煤液化、煤制氢、溶剂加氢、加氢改质、催化剂制备等 14 套主要生产装置。一期工程主厂区占地面积 186 公顷，厂外工程占地 177 公顷，总投资 245 亿元，建成投产后，每年用煤量 970 万吨，可生产各种油品 320 万吨，其中汽油 50 万吨，柴油 215 万吨，液化气 31 万吨，苯、混合二甲苯等 24 万吨。为了有效地规避和降低风险，工程采取分步实施的方案，先建设一条生产线，装置运转平稳后，再建设其它生产线。 2007 年 7 月建成第一条生产线， 2010 年左右建成后两条生产线。神华集团有限责任公司 2003 年煤炭产销量超过 1 亿吨，成为我国最大的煤炭生产经营企业。据称，如果石油价格高于每桶 22 美元，煤液化技术将具有竞争力。神华集团将努力发展成为一个以煤炭为基础，以煤、电、油（化）为主要产品的大型能源企业集团。到 2010 年，神华集团煤炭生产将超过 2 亿吨；自营和控股发电装机容量将达到 2000 万千瓦；煤炭液化形成油品及煤化工产品能力达 1000 万吨／年；甲醇制烯烃的生产能力达到 1 亿吨／年。 2020 年，其煤炭生产将超过 3 亿吨；电厂装机容量达到 4000 万千瓦；煤炭液化形成油品和煤化工产品能力达 3000 万吨／年。目前，煤炭直接液化世界上尚无工业化生产装置，神华液化项目建成后，将是世界上第一套煤直接液化的商业化示范装置。煤炭间接液化也仅南非一家企业拥有工业化生产装置。美国正在建设规模为每天生产 5000 桶油品的煤炭间接液化示范工厂。云南省也将大力发展煤化工产业，并积极实施煤液化项目。云南先锋煤炭直接液化项目预可行性研究报告已于 2004 年 5 月通过专家评估。项目实施后， “ 云南造 ” 汽油、柴油除供应云南本省外，还可打入省外和国际市场，同时也将使云南成为继内蒙古后的第二大 “ 煤变油 ” 省份。云南省先锋煤炭液化项目是我国利用国外基本成熟的煤炭直接液化技术建设的首批项目之一。云南煤炭变油技术将首先在先锋矿区启动，获得成功经验后在其他地方继续推广。即将兴建的云南煤液化厂估算总投资 103 亿元，项目建设期预计 4 年，建成后年销售额 34 亿元，年经营成本 7.9 亿元，年利润 13.8 亿元。云南省煤炭资源较为丰富，但是石油、天然气严重缺乏。先锋褐煤是最适合直接液化的煤种。在中国煤科总院试验的全国 14 种适宜直接液化的煤种中，先锋褐煤的活性最好，惰性组分最低，转化率最高。液化是一个有效利用云南大量褐煤资源的突破口，洁净煤技术是发展的方向，符合国家的产业政策。 ” 煤变油 ” 将使云南省煤炭资源优势一跃成为经济优势。一旦 “ 煤变油 ” 工程能在全省推广，全省 150 亿吨煤就能转化为 30 亿吨汽油或柴油，产值将超过 10 万亿元。 8 煤炭液化技术产业化的发展前景及其存在的问题 8.1 发展前景煤炭液化技术在中国有广阔的发展前景，这是因为： 1) 中国石油资源短缺 [10] 。随着经济的高速增长，大量进口石油又是不现实的。寻找石油替代品，解决中国石油资源短缺是中国长远的能源政策。这是煤炭直接液化技术在中国发展的前提。同时，中国有丰富的可供煤炭直接液化的煤炭资源。这是煤炭直接液化产业化在中国发展的重要基础。 2) 中国的煤炭液化技术已完成基础基础性研究，为煤炭液化技术在中国的发展打下很好的基础。 3) 地方积极性高。一些富煤缺油省份急切盼望煤炭液化技术能在当地商业化，一方面解决石油资源的短缺，另一方面可以带动地方经济的发展。 4) 中国政府非常重视煤炭液化技术。由于煤炭液化技术是平衡能源结构，解决石油资源短缺，减少环境污染的重要途径，受到了中国政府和国家领导人的高度重视。 8.2 存在问题 1) 技术密集难度大。诸如，固体输送（气固，液固相）；大规模气化炉（ 1500 ℃ 左右的温度， 3.0MPa 压力煤的适应性，灰渣分离，气体净化等）；新型催化剂（种类多、活性、选择性、寿命、价格）；复杂反应器和机泵（压力、温度、腐蚀、磨蚀、内部结构、放大）。 2) 缺少工程化和工业实战经验。工业发达国家虽开发了现代没化工技术，除个别外，大多尚未建工业化装置，工程放大和能否长期运行有风险。 3) 经济性直接接受油价波动的影响，工程投资大，资金周转周期长。结束语煤炭液化产业化的主要特点之一是一次性投资大，这势必给煤炭液化产业带来较大的风险，尤其是煤炭直接液化技术，虽然经过多年的开发，器液化条件大大缓和，液化成本大大降低，但毕竟现在没有一个商业工厂，在工厂建设和工厂运行种没有世纪的经验可借鉴。因此，虽然煤炭液化产业化对我国有重要的现实意义和战略意义，但在目前阶段不应一哄而上，应选择条件合适的企业和地点进行煤炭液化产业化小规模示范，待条件成熟后再进行大规模产业化生产。参考文献 [1] 舒歌平 . 煤炭液化技术 . 北京：煤炭工业出版社， 2003 [2]M.A. 埃利奥特 . 煤利用化学 . 范辅弼译 . 北京：化学工业出版社， 1991 [3] 刘毅，周长春等 . 煤液化基础研究进展 . 煤炭转化， 2002 [4] 刘振宇 . 煤炭能源中的化学问题 . 化学进展 .2000 [5] 陈文敏，李文华，徐振刚 . 洁净煤技术基础 . 北京：煤炭工业出版社， 1997 [6] 谢海 . 山西能源发展报告 . 太原：山西经济出版社， 1998 [7] 赵跃民 . 煤炭资源综合利用手册，北京：科学出版社， 2004 [8] 俞珠峰 . 洁净煤技术发展及应用 . 北京：化学工业出版社， 2004 [9] 曹征彦，中国洁净煤技术 . 北京：中国物资出版社， 1998 [10] 李金柱，煤炭工业可持续发展的开发与利用 . 北京：煤炭工业出版社， 1998 .注# ） # # ，。查看更多 10个回答 . 3人已关注

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王玉锁:三桶油逼出新奥能源发展动力合作前提是控股？本文由盖德化工论坛转载自互联网在公开场合，新奥集团董事局主席王玉锁谈“气”的频次越来越少，聊“网”的几率却越来越高。他用25年时间将新奥打造成了一个资产超过800亿元、年营收超过600亿元的能源集团。但他还是觉得如今不是坐享其成的时候，反而是再次变化的局点。　　在相对垄断的油气行业里生存发展绝非易事，“生存恐惧”始终让这家民营企业保存着敏锐的商业嗅觉。“作为传统产业，当你寻寻觅觅，突然找到互联网这样一根救命稻草的时候，你对它的理解，很可能要比手里始终拿着的还要深”，在王玉锁看来，互联网的冲击并没有颠覆谁，用好了能获得更好的发展，“但如果拒绝改变，那就只能让历史的车轮给碾碎了。” 　　投资运营了139个城市燃气项目和近500座天然气加气站；铺设管道逾1.7万公里，覆盖6100余万城区人口——新奥早已在城市燃气领域形成自己的竞争优势。但王玉锁告诉《英才》记者，前15年切入城市燃气行业并不断做大，新奥打造了一个“点”；从单一的燃气分销商向多品类清洁能源制造与分销商升级，并以贯通清洁能源产业链为主要目标，逐渐构建了一个“链”；其后，随着互联网时代的到来，新奥开始搭建平台，着力于编织“网”。　　一如过去25年每次战略升级，实现突破并不容易。如今要让能源的生产和消费与互联网充分融合，衍生出全新的商业和社会价值，这又是一场比拼耐力与实力的长跑。而具体到商业模式和盈利模式的生根发芽，将成熟的示范项目散播到千家万户，此过程可能更充满挑战。　　聚焦互联网能源　　“这毕竟是个相对垄断的行业，新奥在创业初期就提出让客户满意是新奥永远的追求，但很遗憾，我们孜孜不倦地追求了这么多年，还是没有真正做到这一点。”时过境迁，在互联网浪潮汹涌来袭之时，“你再不从客户角度考虑就死定了。” 　　与互联网的快速发展相伴，是中国能源生产和消费体系的加速转型，具体而言，集中与分布式协同、多能源融合、供需互动、高效配置的现代能源体系正在形成。在王玉锁看来，美国提出的智能电网、欧洲提出的能联网等仍是从企业或者行业的角度出发，开发出能源的互联网；而“互联网能源”则是从客户的需求出发，去构建新的能源生产消费模式，“这是一种去垄断、去中心化的网络，它将带来更低的成本、更优的服务及更自主的权利。” 　　如何形成“人人既是消费者，又可成为生产者”的新格局？王玉锁举了个例子：“比如你家建了家庭光伏电站，没有太阳时你需要买电；太阳好发电多了用不完，你又需要卖电。成千上万个分布式能源生产者出现，就会出现成千上万个交易需求，这个时候就需要泛能网这样一个平台了。” 　　不过，知易行难。要在互联网能源的蓝海里实现技术和商业模式的突破，首先需要真金白银的投入和大量的示范项目的积淀。为了在技术上支撑集团的战略升级，新奥近年年均研发费用占比远高于同行。同时，新奥在全球范围内广招顶尖的研发和管理人才，必要的时候，王玉锁会亲自面试应聘者，“我主要和他们谈新奥的发展理念和未来，我很看中双方在这一点上是否契合。” 　　新奥智能能源是新奥旗下专注于为城区/园区、大型公共建筑、工业企业等提供清洁能源整体解决方案的专业集团。其总裁刘敏于2011年6月加盟新奥。刘敏曾在国家电网、三峡集团、中广核等央企有近30年的工作和管理经验。进入新奥后，刘敏开始带领智能能源团队在分布式能源和泛能微网领域不断开拓，推动清洁能源在国内各地的落地和应用。　　从2013年开始，智能能源集团的业务进一步聚焦，以系统能效为核心，重点围绕泛能规划、泛能站、泛能能效平台、泛能微网解决方案等领域进行技术创新与产业实践。　　新奥认为，从古至今人们对能源的生产、利用方式都是一种相互割裂的“竖井式”思维，各种能源各自垂直使用而未相互打通和相互转换，形成大量重复建设和浪费。在刘敏看来，不管是区域、建筑、工业，还是家庭，过往的能源供需体系中，气、电、热等能源系统都是“各自为战”的，而供暖、热水器等终端用能设备，功能也很单一，这就导致了整个能源系统的效率十分低下。　　怎样才能打通能源“竖井”，形成最高效的利用？新奥在2010年正式提出了“泛能网”技术。这是一种基于能源网、物质网和互联网耦合的创新技术。2012年，泛能网技术确立了基础能源网、传感控制网、智慧互联网三层次系统架构，以及以泛能机、泛能站、泛能能效平台、泛能云等为核心的产品体系，并依托青岛中德生态园项目开始全面展示区域泛能网，其后，更多的示范项目陆续落地。　　刘敏告诉《英才》记者，泛能网的商业化推广，需要做好顶层设计(泛能规划)、抓好单体建设(泛能站)、推动网络构建(区域泛能微网)三个层面和维度的协同支撑，充分释放资源、设施、交易的价值，才能实现能源结构、利用方式、供应模式的自我、协同与总体平衡，带动区域能源体系优化升级。　　王玉锁给《英才》记者举了个例子。在河北廊坊，相互毗邻的中石油管道局的员工宿舍、华北航天大学、两个大型商场都有供暖或制冷的需求。管道局宿舍的三台燃气锅炉一年只用4个月，其他时间闲着，还得养护。华北航天大学的三个燃煤锅炉和两个大商场的锅炉除了供暖，还要制冷。根据国家新的减排标准，大学和商场的燃煤锅炉都需要砍掉重建。如果按自己的能源供需单独重建，这两家都需要投入数千万元的费用。　　新奥将三方召集起来，做了一个区域微网的用能规划。商场的屋顶建起了光热功能系统、管道局宿舍的锅炉除了供暖还发电，大学校园的三个锅炉只重建一个，“我们把这几家的用能因时、因需地规划协调，互联互通起来，最终总体投资减少了30%。”而且管道局的用能效率由原来的40%提升到了80%以上。投资减少、能效提高，“大家都很高兴把这个事办了，没有太大的阻力。” 　　泛能网的推进会否过分倚重地方政府？对此，王玉锁并不担心，“因为我们可以为地方政府节能减排、提升可再生能源消费比例。基于此，新奥目前的示范项目都力求达到三个基本诉求：大幅提高整个能源系统的运营效率；降低整个系统的投资成本；最大程度满足能量应用端对能量品位的要求。　　与里夫金所著的《第三次工业革命》中分布式里单一新能源和电力供应不同，新奥打造的泛能网是“泛入”+“泛出”，其可将天然气、风、光、地源热、水源热等多类能源，根据客户需求进行匹配与调度。同时，利用泛能站集成，形成多个泛能站之间的能源调配，在智能化控制和云计算技术方面形成供需互动、有序配置、节约高效的智能用能方式，实现能效最大化。　　截至目前，新奥智能能源已在上海、长沙、石家庄、青岛、洛阳、株洲、泉州、肇庆等多个城市开展了清洁能源整体解决方案项目。刘敏告诉《英才》记者，示范项目主要是在用能比较集中区域，比如在园区、公建、大型数据中心、城市综合体和交通枢纽等业态上进行实践。　　最值钱的是什么？　　智能能源目前是只有少量企业涉足的蓝海市场，但作为第一批摸着石头过河的企业之一，新奥无疑也面临新的投资风险。　　“我们做事非常务实，不会因为是示范项目就盲目投入，更不会虚张声势，而且我们是要保证经济效益的”，刘敏告诉《英才》记者，“泛能网”业务里的一些项目已经实现了初步的收益。未来，新奥需要落地更多的项目才能让产品更具市场和品牌价值。道理很简单，工业化的一个标志就是标准化的产品大量被复制，从而形成规模效应。虽然目前新奥初期的项目几乎全是高度定制化的产品，但个性化到了一定程度就会标准化。　　“未来最值钱的是什么？是标准。”王玉锁说，“我们前三四年都是在做示范工程，等大的公建示范都做完了，都产生了良好的效益，我们再开始做整体推广。”现在，让王玉锁感到压力的是，东莞等不少城市已找到新奥做规划，华润集团等企业也在同新奥进行能源规划项目的洽谈，但目前新奥需要尽快培育更多人员、夯实能力，去满足大量的需求。“新奥将来绝对不是只做自己燃气业务覆盖的城市，可以给全国的城市都做，我提供服务和标准，做完了以后他们自己去运营就行了。” 　　在岁末年初的一次聚会中，一位互联网大佬的观点与王玉锁不谋而合：新奥集团燃气业务覆盖的客户端蕴含巨大潜力。除了公建等能源集中的业态，王玉锁的终极目标就是将能源互联网技术推广到千家万户。要将业务覆盖到6000多万用户，但这意味着巨大的投入，“我们会有计划的去推动”。　　为了加速“泛能网”的产业化进程，牵手有协同互补效应的合作伙伴也成为新奥的必然选择。历经一年的接触谈判，2014年6月，新奥集团与全球能效管理专家施耐德电气共同组建了合资公司——新智能源系统控制有限责任公司。其中，新奥占股60%，为控股股东。　　合资公司定位以技术为核心的系统集成商，为客户提供系统解决方案，将提供充足的资金支持来围绕“互联网能源”落地模式、供用能一体化能效管控技术及产品、区域新型多能源管控集成方案等三方面进行创新。　　王玉锁告诉《英才》记者，双方的合作源自于两家企业对能源体系变革趋势、能效产品及解决方案市场具有深度共识，以及在技术、资源、能力上的高度互补，“新奥在城市天然气分销市场有优势，施耐德电气在智慧电网等领域耕耘多年，有成熟的商业运用案例。” 　　轻资产模式　　王玉锁的互联网能源设想不仅仅针对未来，也对新奥旧有商业模式进行重新设计。　　在油气领域，上游资源始终是民企的软肋和瓶颈。过去的20多年里，新奥集团一方面加强与石油央企等资源供应方的合作，尽可能多的巩固、开辟资源采购渠道；另一方面开始谋划如何实现资源瓶颈的突围。　　2004年的时候，新奥的燃气业务如日中天，其业务已发展到全国14个省60多个城市。然而，王玉锁却忧虑徒增，难有丝毫放松：虽然燃气行业稳定，但民企自身没有气源，而且项目发展空间也愈发逼仄。　　特别是从2005年开始，中石油、华润等大型央企、地方国企也纷纷加入下游战团，这让民营燃气企业感受到了前所未有的压力。在其后数年时间里，城市燃气管网铺设一日千里，各路资本继续加速大中城市的布局争夺，并逐渐向三线城市、中小县城、镇区或工业园区推进，竞争日趋白热化。源自2002年的特许经营权争夺，经过数年的攻城略地，竞争主体们已占据各自相对稳固的地盘。　　王玉锁认为是必须要有所改变的时候了。取法新的商业运作模式，进行精耕细作将是不二选择。几经探讨论证，新奥下决心由单一的城市燃气分销商向多品类清洁能源制造与分销商升级。　　但新的压力和拷问接踵而至，2008年全球金融危机的爆发对王玉锁震动颇大，“我们开始反思和检讨，传统能源企业‘高投入、低效益’的重资产模式能否为继？比如，2004年新奥的年销售收入是25个亿，而当时上煤化工项目需投入21.6亿，对民营企业而言，这样的投入力度显然是很难持续的”。问题在于，尽管构建了煤化工、太阳能清洁能源的完整产业链，但其仍是传统能源企业的运营模式，如果与国有的、老牌的能源企业相比，企业辛苦赢得的竞争优势可能只是暂时的，甚至在资本等实力方面还是处于劣势。那么，如何将新奥打造成一个具有持续的、差异化核心竞争优势的企业？　　“从2008年开始我们就转换了思路，定位未来的新奥是一个智慧型、轻资产的企业。我们很清楚自己的优势在于机制和技术，大笔的资金投入、多基地的建设模式不适合新奥。”王玉锁说。　　“轻资产”不等于“没资产”，新奥在内蒙古、山东都建设了大型甲醇项目，投入了一定的资金。但王玉锁表示，“我们利用这些新能源生产基地实现技术产业化，积累了丰富的项目建设及运营经验和能力，新奥未来不大可能再投资建设大型的生产型项目”。　　2009年，新奥形成了煤基能源清洁循环生产技术体系，主要包括煤催化气化、煤地下气化、煤超临界气化、煤加氢气化四大煤炭清洁利用技术，被称为“新奥四化”。与传统的气化工艺相比，不仅提高了效率、降低了成本，还减少了污染物排放。与此同时，还配套研发了微藻生物固碳技术，用来吸收煤气化过程中产生的二氧化碳。2013年，新奥煤气化关键技术难点获得突破。　　然而，从煤化工产业发展的整体环境来看，似乎并不乐观。相关研报分析，目前煤化工的整体产能过剩已经超过30%。从2014年初至今，国电电力、大唐集团、中海油等央企巨头陆续撤离煤化工产业，这被媒体解读为煤化工面临央企的“逃离潮”。紧接着，国家能源局在7月发布通知，明确提出：“禁止建设年产20亿立方米及以下规模的煤制天然气项目和年产100万吨及以下规模的煤制油项目。”这被看成是主管部门对煤化工踩下了刹车。　　在这样的大背景下，曾经被多方争抢、大干快上的煤化工项目，似乎转瞬之间就由“香饽饽”变成了“烫手的山芋”。对此，王玉锁分析，煤化工其实并不是整体的产能过剩，而是低端产品泛滥的结构性过剩。现代煤化工的高端产品依然有巨大的市场空间，“我们的煤化工项目投产至今，一直都是挣钱的。” 　　王玉锁判断，未来的煤化工建设和运营也会体现出更多的互联网思维，可以有更细致、更专业的分工，“做技术的、做空分的、做环保的等等，大家配合起来各负责熟悉的一块，项目建成后再交给运营方。”而一旦项目投产后，新奥可以依托自己的下游优势，购买项目的气源。　　民企进口LNG第一单　　除了煤气化之外，LNG产业链建设也成为新奥国内外业务布局中的重要发展方向。2008年后，新奥集团决策层开始谋划在沿海建立LNG接收站，以便运用国际市场，化解制约公司长远发展的瓶颈。　　但LNG进口资质不但要跨越国内的重重审批，还需要得到资源出口国的许可。如此背景下，新奥在舟山的加气站项目备受关注。2013年6月，项目获国家能源局批复。而根据相关规定，在获得能源局批文之前，新奥必须与外方签署LNG长期采购框架合同，并将这份合同提交国家能源局备案。　　新奥找到了加拿大的一家公司，这家公司已获得加拿大政府每年200万吨LNG出口配额，而此前新奥集团已获得这家公司很大比重的股权，并拥有这家公司200万吨LNG配额100%的销售权，这是新奥集团入股的前提条件。入股加拿大公司后，新奥集团迅速与舟山市政府接洽，谋划如何在舟山尽早启动LNG接收站项目。2011年11月，新奥与舟山市政府签订战略合作框架协议，启动新奥舟山国际船舶LNG加注站项目。　　新奥舟山国际船舶LNG加注站项目，是国家能源局批准的首个国际船舶加注站项目，也开创了民营企业首次获准进入LNG进口领域的先例，对于集团LNG业务发展具有重大战略意义。项目一期投入达58亿元，LNG接收规模300万吨/年，2016年投产，年销售额达到160亿元，；二期LNG接收规模500万吨/年，预计2022年投产；最终舟山LNG项目接收能力将达到1000万吨/年。　　观察人士认为，项目投产后，不仅将贯通接-转-储-销全流程产业链，建立低成本竞争优势，还能借助舟山良好的区位优势，搭建新奥全球LNG贸易平台，也可为国内车船用LNG业务提供充足的气源保障，发挥强大的调峰储备功能。　　在舟山项目的投资中，新奥某种程度上还是遵循了“轻资产”理念。王玉锁告诉《英才》记者，除了项目一期的投资，余下阶段将引入更多的投资者。　　此外，自2010年起，依托在LNG生产、储运和分销领域的卓越能力和网络优势，以及在CNG、LNG加气站规划、设计、建设与运营方面的丰富经验，新奥率先进入交通能源领域，全力推进CNG、LNG在车船领域的应用。　　受益于LNG相对柴油的经济性和节能环保，LNG交通业务正迎来快速发展。招商证券研报显示，截至2013年底，中国LNG汽车保有量超过8万辆；到2015年，运行于全国城际客运、货运和公交领域LNG汽车将超过25万辆。　　目前，新奥旗下的能源环保板块各业务中，燃气分销依然是最大“现金奶牛”，只有它的正常运营，才能保证清洁能源技术研发和实践有充足的资金保障。　　王玉锁的愿景是新奥能成为现代能源体系的推动者，以技术创新为核心能力，提供清洁能源整体解决方案；同时以此为牵引，推动企业战略升级、组织变革和国际化运营。具体而言，新奥正试图织一张智慧能源的网，并利用其力推的泛能网串起旗下各个产业，也用这张网来呼应匹配中国能源生产方式、消费结构及消费习惯变革的大趋向。　　独家高端领袖对话　　彼此尊重是合作的前提　　三桶油逼出来的动力　　《英才》：过去25年里，新奥的成长始终处于三大油的包夹之下，会不会感觉很难？　　王玉锁：我倒是觉得乐在其中。央企的包夹倒挤出新奥的能力了。我有我的优势，他们有他们的优势，彼此也可以慢慢磨合，而且实现各自良好的发展。　　如果国家一开始从成立就给我们三桶油的地位，我们可能也就没有那么大的动力研究现代能源体系，研究技术和创新，逼着自己不断实现战略升级了。所以我从来不抱怨这种夹缝当中的生存。我倒是觉得要打造一柄宝剑，就得先用粗粝的石头来打磨，到一定程度后再用细滑的石头打磨，最终才会显得锋利无比，过去25年我们在用粗的石头打磨新奥，接下来应该用细密的石头来打磨了。　　合作前提是控股　　《英才》：现在政府层面开始推动能源领域的混合所有制改革，而且“要让市场在资源配置中起到决定性的作用”，新奥如何看待其中的机会？　　王玉锁：新奥与国有企业打交道的时间很长了，可以说我们很早就参与了混合所有制发展。比如，在新奥燃气业务覆盖的139个城市中，70%以上是与地方国企建立合资企业。　　《英才》：在与国企的合作中，他们常常是要求绝对控股或者相对控股的，或者要保持绝对的话语权。新奥与他们的合作会不会感觉很难？　　王玉锁：你说的是普遍现实，但也没那么难，对新奥来说，只要遵循一些基本的原则，合作常常是可以推进的。首先就是要真诚，别想着有什么小动作，你一有小动作国企肯定就烦了。新奥旗下与国企合作的很多企业，我是大股东，但董事长可以让对方的人来做，让政府去做。这就是一种相互的妥协和平衡。其次，从利益上讲，大家其实都希望这个企业发展好了，能一起为地方市场提供良好的服务。所以当出现摩擦的时候，双方最好坐下来好好交流。把各自的诉求和意见提出来协商，然后尽量达成一致，并一点点解决就行了。　　其实对于央企的“混合所有制”合作，如果有好的机会，而且跟新奥的发展有协同效应，我还是会参与的，但如果仅仅就为了财务投资的利益，我参与的可能性就比较小。　　《英才》：与大型跨国公司合作，新奥是否也要控股呢？　　王玉锁：我是必须控股的。比如我们今年与施耐德电气成立了合资公司，我们占股60%。新公司的董事长由新奥来派，总经理和财务总监由他们派。　　《英才》：新奥与施耐德合作的目的是什么，双方有什么互补的优势吗？　　王玉锁：首先我觉得施耐德对中国的企业非常尊重，换句话说就是很平等，这一点很重要。其次，两家企业对能源体系变革趋势、能效产品及解决方案市场具有深度共识，而且在技术、资源、能力上高度互补。新奥和施耐德都有整体解决方案，但施耐德主要优势在电力方面，新奥在气和热方面是强项。此外，新奥在消费端或者说应用端是强项，施耐德在供应端和入口端有强项，所以我们两个一加起来就供需结合了。　　泛能网要走进千家万户　　《英才》：新奥这几年都在做泛能网的示范项目，什么时候开始做商业化推广？　　王玉锁：我们前三四年都在做示范工程，而且主要是集中在园区、公建、大型数据中心、城市综合体和交通枢纽等用能较为集中的业态上进行实践。现在泛能网业务里的一些项目已经实现了初步的收益，接下来，新奥需要落地更多的项目才能让产品更具市场价值。我们的思路是，等大的公建示范都做完了，都产生良好的效益了，我们再开始做整体推广。当然，我们未来的重要目标之一是将能源互联网技术推广到我们覆盖的6000多万用户，启动后会有计划地去推。　　《英才》：“泛能网”最终是要走进千家万户的，这样推广起来会不会过度地倚重地区政府？　　王玉锁：不倚重，我们是给地方政府解决问题的。首先通过少用煤、多用气，并大幅提高能效，走低碳路线。根据规定，某个区域能源利用中可再生能源是要有一定比例的，新奥解决了这个问题。在此基础上，新奥千家万户的整体解决方案，让千家万户、千厂万店都进入我们的网络。将来，每一个家庭都可以交换、交易不同的能源，也可以交换碳指标、碳排放。查看更多 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简介

职业：烟台分公司东营联合石化有限责任公司有限公司 - 设备工程师

学校：万杰科技学院 - 机电一体化

地区：安徽省

个人简介：科学家的成果是全人类的财产，而科学是最无私的领域。查看更多

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