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含氧煤層氣直接深冷分離甲烷的安全工藝方法

文檔作者：朱菁文檔來源：中煤科工集團(tuán)重慶研究院有限公司瓦斯研究分院瓦斯災(zāi)害監(jiān)控與應(yīng)急技術(shù)國家重點實驗室		點擊數(shù)： 5 1	更新時間： 2025年03月15日
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上一篇：淺談醫(yī)用氧儲存及使用安全

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第3期 朱 菁：含氧煤層氣直接深冷分離甲烷的安全工藝方法 57
井發(fā)應(yīng)甩：：
含氧煤層氣直接深冷分離甲烷的安全工藝方法
朱 菁
(中煤科工集團(tuán)重慶研究院有限公司瓦斯研究分院瓦斯災(zāi)害監(jiān)控與應(yīng)急技術(shù)國家重點實驗室。重慶
400037)
摘要：提出了一種含氧煤層氣直接深冷精餾分離甲烷的安全方法，其通過在精餾塔內(nèi)通人氮氣降低塔內(nèi)氧含量到極限氧
含量以下以確保精餾過程的安全，避免了預(yù)先對含氧煤層氣進(jìn)行脫氧處理的過程，同時利用制氮裝置可回收氮氣循環(huán)使用。該
工藝方法使用混合制冷和氮制冷提供冷量，并將制氮裝置用于工藝過程，所需的設(shè)備成熟，工藝過程安全性和適應(yīng)性好，在正
常和非正常工況下都能保證安全，適用于不同甲烷濃度的含氧煤層氣，LNG產(chǎn)品能耗在0．7kWh／mS~1．7kWh／m3之間。
關(guān)鍵詞：含氧煤層氣；深冷分離；甲烷提純；LNG；安全
中圖分類號：TQ 028 文獻(xiàn)標(biāo)識碼：B 文章編號：1001．9219(2014)03．57．06
埋深淺于2000m的煤層氣資源全球約達(dá)240
萬億rn3，中國為36．8萬億m ，僅次于俄羅斯和加拿
大。目前利用深冷技術(shù)回收煤層氣中的甲烷，生產(chǎn)
清潔能源LNG。促進(jìn)煤層氣的利用，成為當(dāng)前煤層
氣利用技術(shù)研究的熱點[1-s]。部分煤層氣是在煤礦開
采過程中抽采的，因此混有空氣，稱為含氧煤層氣。
利用深冷技術(shù)回收處理含氧煤層氣存在安全問題。
目前已經(jīng)有直接深冷精餾處理含氧煤層氣的專利
技術(shù)和工業(yè)裝置，但未具體介紹安全措施【4】。另有學(xué)
者分別對含氧煤層氣深冷回收技術(shù)進(jìn)行了模擬研
究，其結(jié)論是工藝流程中存在爆炸危險I ，特別是
有學(xué)者提出對于 (CH4)為68．9％的含氧煤層氣，需
要將含氧煤層氣中的 (O2)降低到2％以下，并控制
甲烷回收率才能確保精餾過程的安全閻。因此對含氧
煤層氣進(jìn)行深冷精餾回收其中的甲烷，需要采取預(yù)
先脫氧19t或者控制甲烷回收率的措施來保證安全。本
文針對含氧煤層氣設(shè)計了一種直接深冷精餾回收甲
烷的工藝方法，該工藝方法不需要預(yù)先脫氧，節(jié)約了
設(shè)備投資，同時又能保證較高的甲烷回收率。工藝過
程中通過增加一股氮氣循環(huán)回路保證安全。
1 工藝流程介紹
含氧煤層氣抽采出來后為微正壓，經(jīng)過壓縮和
收稿日期：2013-12．17；基金項目：“十二五”國家科技奄大專
項(201IZX05041．004—002)；作者簡介：朱菁(1981·)，男，上程
師．主要研究方向為低濃度煤層氣含氧液化技術(shù)及工程，電
話023—65239074，l 8623432()o4。
凈化后進(jìn)入深冷精餾裝置。深冷精餾工藝流程如圖
1所示。該流程中包括原料氣流路、兩個制冷循環(huán)回
路和確保精餾塔安全的氮氣循環(huán)回路。
圖1 深冷精餾工藝流程示意圖
原料氣在換熱設(shè)備中被冷卻后作為熱物料為
精餾塔底蒸發(fā)器提供熱量，然后再次被冷卻后進(jìn)入
精餾塔。精餾塔底采出甲烷體積分?jǐn)?shù)為99％的
LNG，LNG過冷后送入儲罐儲存：精餾塔頂流出的
尾氣中甲烷體積分?jǐn)?shù)小于0．5％。尾氣在換熱設(shè)備中
回收冷量后進(jìn)入制氮裝置。上述流程中也可使用制
冷劑為精餾塔蒸發(fā)器提供熱量。但應(yīng)注意進(jìn)蒸發(fā)器
的物流溫度應(yīng)小于．9O℃，以防止蒸發(fā)器內(nèi)溫差過大；
同時出蒸發(fā)器的制冷劑溫度應(yīng)與蒸發(fā)溫度有l(wèi)0o【=左
右的溫差．以確保蒸發(fā)效果和冷量的充分利用。
制氮裝置生產(chǎn)的氮氣經(jīng)過冷卻后進(jìn)入精餾塔，
以降低精餾塔提餾段和精餾段內(nèi)氣相中氧氣含量
到極限氧含量以下．使精餾塔內(nèi)不會發(fā)生燃燒或爆
炸。在精餾塔內(nèi)氮氣與含氧煤層氣中的空氣一起與
甲烷分離開．從精餾塔頂流出后回收冷量進(jìn)入制氮
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58 天然氣4~-Y--(C，化學(xué)與化工) 2014年第39卷
裝置重新得到純氮氣，完成氮氣循環(huán)。
制冷用的氮氣增壓后被冷卻，然后節(jié)流為低溫
低壓狀態(tài)以提供．165oC以下的低溫冷量。低溫氮氣
首先為精餾塔頂冷凝提供冷量，然后為LNG過冷
提供冷量．最后在換熱設(shè)備中回收冷量重新進(jìn)入氮
氣壓縮機(jī)被增壓，完成氮氣制冷循環(huán)。
混合冷劑增壓后被冷卻，節(jié)流后進(jìn)入換熱器提
供．165cC以上的低溫冷量．用于冷卻原料氣和氮氣。
復(fù)熱后的混合冷劑重新進(jìn)入混合冷劑壓縮機(jī)被增
壓．完成混合冷劑的制冷循環(huán)。
2 能耗分析
該流程的煤層氣壓縮以及制冷循環(huán)與直接深
冷精餾工藝流程相同，但另外有氮氣進(jìn)入精餾塔降
低塔內(nèi)氧氣濃度確保了精餾過程的安全．其能源主
要消耗在煤層氣壓縮和制冷劑壓縮過程中。
煤層氣壓縮過程與常規(guī)流程相同。制冷劑壓縮
能耗與冷量需求有關(guān)，精餾塔頂冷凝溫度和LNG
過冷溫度較低．使用混合制冷循環(huán)無法提供，故選
用氮氣制冷提供冷量。其余冷量的溫度等級大于一
165 ．可以使用混合制冷循環(huán)提供以降低制冷能
耗。為使流程簡潔．可選用單級混合制冷循環(huán)流程。
單級混合制冷循環(huán)不僅具有混合制冷能耗低的優(yōu)
點，同時還具有較好的適應(yīng)性和調(diào)節(jié)能力 “l(fā)。新增
氮氣在進(jìn)入精餾塔前被冷卻到一175oC．該溫度低于
煤層氣進(jìn)精餾塔的溫度，有進(jìn)一步冷卻煤層氣的作
用。但新增氮氣增加了精餾塔冷凝負(fù)荷，這將導(dǎo)致
氮制冷循環(huán)量和混合冷劑制冷循環(huán)量的增加，增加
的能耗與新增氮循環(huán)量有關(guān)。
綜上所述，新增一股氮氣后，煤層氣壓縮能耗
沒有增加，但制冷能耗有所增加。含氧煤層氣中甲
烷含量越高，則精餾塔內(nèi)的氧含量越小，新增的氮
氣循環(huán)量越小，制冷能耗的增幅越小。
3 安全性分析
安全問題是含氧煤層氣直接深冷精餾分離甲
烷工藝中的關(guān)鍵問題。在進(jìn)入深冷精餾裝置之前，
含氧煤層氣需要經(jīng)過壓縮和凈化處理達(dá)到深冷工
藝對氣體品質(zhì)的要求，然后才能進(jìn)入深冷精餾裝
置。壓縮和凈化過程中含氧煤層氣都是氣態(tài)，在壓
縮機(jī)末級出口處溫度和壓力同時為整個工豈流程
中的最大值，岡此在進(jìn)入深冷精餾裝置之前，壓縮
機(jī)末級出口處為最危險的工藝點。岔氧煤層氣的組
分可視為甲烷與空氣的混合物，其中氮氧比與空氣
中的氮氧比略有差別，但仍然可以利川公式(1)、
(2)計算含氧煤層氣的爆炸上限和下限¨2】。
U=【uc．Il】+20．6(1gp+1)I1+8xl04(71—2S)] f11
L=Lc [1—8×10 ( 一25)】 (2)
式中： 一甲烷一空氣混合物爆炸上限： 一甲烷．空氣
混合物爆炸下限； 一甲烷．空氣混合物在常壓、
25c【=條件下的爆炸上限：Lcn 甲烷．空氣混合物在常
壓、25℃條件下的爆炸下限,
；
-
p一甲烷．空氣混合物實
際絕對壓力，MPa；T一甲烷一空氣混合物實際溫
度，clC。
從地下抽采出的含氧煤層氣中，甲烷含量通常
都大于常溫常壓下的爆炸上限．但在壓縮過程中爆
炸上限會因溫度壓力提高而上移，并超過煤層氣中
的甲烷含量，此時進(jìn)入危險狀態(tài)，所以一定要確保
煤層氣中的甲烷含量大于當(dāng)?shù)販囟葔毫l件下的
爆炸上限。根據(jù)這一原則可利用公式(11的計算結(jié)果
確定合適的壓縮機(jī)出口壓力。以表l中的含氧煤層
氣組分為例，根據(jù)公式(11計算得到在不同溫度壓力
下的爆炸上限，見圖2。可確定其壓縮機(jī)排氣絕對壓
力不應(yīng)超過0．44MPa。排氣溫度不應(yīng)超過100~C。
表1 含氧煤層氣原料參數(shù)
＼
■
蹬
圖2 含氧煤層氣不同溫度壓力下的爆炸上限
含氧煤層氣進(jìn)入深冷精餾裝置屙首先在換熱
設(shè)備中被冷卻．溫度不斷降低，壓力略有下降，這一
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第3期 朱 菁：舍氧煤層氣直接深冷分離甲烷的安全工藝方法 59
＼
隸
套
熹
譽(yù)
＼
求
疑
＼
囊
蛙
圖3 未通入氮氣時精餾塔內(nèi)氣相組分變化
＼
求
量
愛
圖4 未通入氮氣時精餾塔內(nèi)液相組分變化
圖5 通入氮氣后精餾塔內(nèi)氣相組分變化
圖6 通入氮氣后精餾塔內(nèi)液相組分變化
過程沒有組分的分離，含氧煤層氣沒有相變，岡此
仍然處于安全狀態(tài)。煤層氣進(jìn)入精餾塔后，南于甲
烷開始被分離提純．從精餾塔頂?shù)剿准淄樵跉庀?
中的體積分?jǐn)?shù)從0．5％增加到90％以上，穿過了爆
炸極限．同時氮氧比例也發(fā)生變化．所以精餾塔內(nèi)
會出現(xiàn)危險區(qū)域。圖3與圖4是表1中的含氧煤層
氣精餾時精餾塔內(nèi)氣相和液相組分的變化圖。精餾
塔內(nèi)液相以甲烷為主，在靠近精餾塔底部塔板上的
液相中沒有氮組分。氣相中氧氣體積分?jǐn)?shù)出現(xiàn)兩個
峰值。最高接近4O％。在兩個峰值之間，甲烷體積分
數(shù)從0．5％連續(xù)變化到60％以上，氧氣體積分?jǐn)?shù)在
15％ 39％之間變化。同時氮氧比小于空氣中的氮氧
比．說明這一區(qū)域內(nèi)為富氧狀態(tài)。綜合上述分析，一
方面氧氣充足。并且氧氣體積分?jǐn)?shù)大于爆炸能發(fā)生
的最低體積分?jǐn)?shù)12％ ；另一方面甲烷體積分?jǐn)?shù)變化
穿過了爆炸極限范圍，所以精餾塔內(nèi)存在爆炸可
能。屬于第一類危險源，從安全角度出發(fā)應(yīng)予以消
除。為確保安全，可向精餾塔內(nèi)通人氮氣以降低塔
內(nèi)氣相中氧氣含量到極限氧含量以下。利用氮氣稀
釋甲烷．空氣混合氣體的極限氧體積分?jǐn)?shù)為10％T”1．
為確保安全可使氧體積分?jǐn)?shù)小于8％I 。圖5和圖6
是通入氮氣后精餾塔內(nèi)的氣相和液相組分變化圖。
通入氮氣后，液相中仍然以甲烷為主，但靠近精餾
塔底部的塔板處氮組分增加．氧組分減少。氣相中
氮氣體積分?jǐn)?shù)大幅提高，氧氣體積分?jǐn)?shù)在整個精餾
塔內(nèi)都小于8％，所以精餾塔處于安全狀態(tài)。
精餾塔頂流出的氣體中甲烷體積分?jǐn)?shù)小于
0．5％ ．所以流出精餾塔后不存在危險。精餾塔底流
出的LNG中甲烷體積分?jǐn)?shù)為99％ ，也沒有爆炸危
險。
裝置運行時若出現(xiàn)工況的不穩(wěn)定也會出現(xiàn)安
全問題．特別是低溫精餾塔在煤層氣流量、壓力、組
分變化時，其精餾效果將在一定時間內(nèi)發(fā)生變化，
造成塔頂、塔底流出的物質(zhì)以及塔內(nèi)氣相組分都發(fā)
生變化。這時候的安全性也應(yīng)得到重視。圖7是表1
中的含氧煤層氣在精餾工況發(fā)生變化時，精餾塔頂
排放的尾氣甲烷體積分?jǐn)?shù)從0．5％增加到9％過程
中．精餾塔內(nèi)氣相氧體積分?jǐn)?shù)變化趨勢。當(dāng)精餾塔
頂排放的尾氣中甲烷含量上升，精餾塔內(nèi)氧氣濃度
反而下降，仍然處于安全狀態(tài)。與此同時，精餾塔頂
排放的尾氣中雖然甲烷體積分?jǐn)?shù)超過5％的爆炸下
限，但其中的氧氣體積分?jǐn)?shù)低于8％ ，也沒有爆炸危
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天然氣化工(C，化學(xué)與化工) 2014年第39卷
險。
＼
墊
器
舳0
0精餾塔頂 精餾塔底
圖7 精餾塔工況變化時塔內(nèi)氧氣體積分?jǐn)?shù)變化
綜上所述，在含氧煤層氣進(jìn)入精餾塔前，根據(jù)
煤層氣組分選擇合適的輸送壓力可以確保安全。含
氧煤層氣進(jìn)入精餾塔后。通過通人氮氣降低精餾塔
內(nèi)的氧氣濃度可確保安全．并且在裝置穩(wěn)定運行和
不穩(wěn)定運行時都處于安全狀態(tài)．最終使整個工藝流
程沒有爆炸危險，成為本質(zhì)安全的工藝流程。
4 適應(yīng)性分析
含氧煤層氣中甲烷含量根據(jù)實際情況有很大
差異，但可視為甲烷和空氣的混合物。國家規(guī)定對
甲烷體積分?jǐn)?shù)高于30％的煤層氣不得直接排放【】51．
深冷精餾技術(shù)處理的含氧煤層氣中甲烷體積分?jǐn)?shù)
可達(dá)到甚至低于3O％。但也有含氧煤層氣中甲烷體
積分?jǐn)?shù)達(dá)到60％以上的情況。針對不同甲烷含量的
含氧煤層氣．本文所述的工藝需要根據(jù)情況調(diào)節(jié)進(jìn)
入精餾塔的氮氣量，以使精餾塔安全。圖8是不同
甲烷含量的煤層氣在q 為5000mVh的條件下。為
確保精餾塔安全所需要的氮氣循環(huán)量變化圖。從圖
一
上
三
}
S
禽氧煤層氣中甲烷體秋分?jǐn)?shù)／％
圖8 不同甲烷含量條件下通入的氮氣流量
中可以看出．即使在甲烷體積分?jǐn)?shù)只有20％這樣比
較極端的情況下，通入足夠的氮氣仍然可以將精餾
塔內(nèi)的氧氣體積分?jǐn)?shù)降低到8％以下．但由于甲烷
含量較低。所以需要的氮氣量較多。隨著甲烷含量
提高，煤層氣中的氧氣含量減小，所以需要的氮氣
量也減小。因此，不論含氧煤層氣中甲烷濃度如何
變化，使用本文所述的工藝方法，總能找到合適的
氮氣循環(huán)量使精餾塔安全。
5 主要工藝設(shè)備
本文提出的工藝中主要的工藝設(shè)備包括混合
冷劑(MRC)制冷壓縮機(jī)、氮氣制冷壓縮機(jī)、低溫?fù)Q
熱器、精餾塔和制氮設(shè)備。
該工藝中制氮裝置不再屬于公用工程范疇．而
是工藝設(shè)備。制氮設(shè)備生產(chǎn)得到的氮氣作為工藝氣
體進(jìn)入精餾塔確保安全，然后隨著氮氧氣流出精餾
塔并回收冷量后進(jìn)入制氮裝置完成氮氣循環(huán)。這一
設(shè)置既是為了確保精餾塔安全的工藝措施．同時也
進(jìn)一步利用含氧煤層氣回收甲烷后的氮氧氣生產(chǎn)
氮氣，使含氧煤層氣得到進(jìn)一步的綜合利用。
由于增加了一股氮氣進(jìn)入精餾塔，因此對精餾
塔的設(shè)計和控制有所影響。針對表1中的含氧煤層
氣參數(shù)，若按照常規(guī)流程設(shè)計得到精餾塔直徑約為
800mm，由于向精餾塔內(nèi)增加了氮氣。精餾塔直徑
將增加到1000mm左右。新增的氮氣可分為兩股。
從不同的塔板位置進(jìn)入精餾塔使得用最少的氮氣
使塔內(nèi)氧氣濃度有效降低．同時還可以使精餾塔的
精餾段和提餾段氣液量相當(dāng)．有利于精餾塔的設(shè)計
和控制。
和脫氧后深冷精餾工藝．以及常規(guī)的直接深冷
精餾工藝相比。本文提出的工藝沒有增加新的設(shè)
備．在保證甲烷回收率的前提下，不需要設(shè)置專門
的脫氧設(shè)備，設(shè)備投資小，同時流程更安全。
6 經(jīng)濟(jì)性分析
含氧煤層氣回收利用不僅需要考慮工藝的安
全性、適應(yīng)性和可操作性，還必須考慮經(jīng)濟(jì)性。本工
藝中主要是含氧煤層氣壓縮機(jī)和制冷壓縮機(jī)消耗
電能．特別是由于需要向精餾塔內(nèi)通入氮氣以確保
精餾過程的安全，所以會增加冷量的需求而使能耗
增加。對于甲烷體積分?jǐn)?shù)30％的含氧煤層氣，理淪
上安全的輸送和精餾壓力為絕對壓力0．44MPa。為
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第3期 朱 菁：含氧煤層氣直接深冷分離甲烷的安全工藝方法 61
便于比較．分別對甲烷體積分?jǐn)?shù)30％～90％的含氧
煤層氣在絕對壓力0．44MPa精餾壓力下進(jìn)行深冷
液化的方案進(jìn)行計算分析，在甲烷回收率大于96％
的條件下得到不同甲烷含量的煤層氣生產(chǎn)LNG的
單位能耗(壓縮機(jī)軸功)，見圖9。隨著含氧煤層氣中
甲烷含量提高．生產(chǎn)LNG的單位能耗逐漸下降。這
一方面是因為煤層氣中甲烷含量提高，精餾分離效
率提高使單位產(chǎn)品的能耗降低；另一方面為確保精
餾安全所需的氮氣也減少，降低了冷量需求，并降
低了單位產(chǎn)品的能耗。
圖9 不同甲烷濃度條件下單位生產(chǎn)能耗
由于增加了氮氣循環(huán)．所以本工藝方法的單位
產(chǎn)品能耗和常規(guī)工藝方法相比有所增加。已有學(xué)者
分別對甲烷體積分?jǐn)?shù)約70％的含氧煤層氣直接深冷
液化工藝進(jìn)行了模擬計算【嶇 71．在甲烷回收率90％ It,-]"
單位能耗為0．521kWh／m (STP)。在甲烷回收率99％
時單位能耗為0．687kWh／m3(STP)。上述研究對正常工
況下工藝過程的安全性進(jìn)行了分析，但未對精餾塔
內(nèi)的安全性進(jìn)行詳細(xì)描述．并且沒有討論非正常工
況下的安全性。還有一種充分考慮安全性的含氧煤
層氣直接深冷液化中試裝置f瑚。其原料中甲烷體積分
數(shù)約為30％ ．生產(chǎn)綜合能耗為2．8kWh／m (STP)。
和已有研究中的數(shù)據(jù)相比．由于增加了氮氣來
調(diào)節(jié)精餾塔內(nèi)氧氣含量，所以會使LNG生產(chǎn)的單
位能耗增加。表2是針對表1所述含氧煤層氣的兩
種工藝流程壓縮機(jī)能耗對比． 向精餾塔通入氮氣
后．MRC壓縮能耗增加了9-3％。氮氣壓縮能耗增加
了40％，這是由于精餾塔冷凝負(fù)荷增大，而冷凝冷
量南氮制冷循環(huán)提供。因此氮氣壓縮能耗增加較
多。雖然能耗有所增加，但能使工藝過程在正常和
非正常工況下都為安全狀態(tài)。
表2 兩種工藝流程壓縮機(jī)能耗對比
項 H 原料氣 縮機(jī)／kW MRCJ 縮機(jī)／kW 氮氣H{縮機(jī)／kW
在實際生產(chǎn)中，當(dāng)甲烷含量較高．如甲烷體積
分?jǐn)?shù)大于5o％n~，還可適當(dāng)提高煤層氣輸送和精餾
壓力，能減少低溫冷量的需求，降低單位生產(chǎn)能耗；
另一方面．在符合國家排放標(biāo)準(zhǔn)的前提下還可調(diào)節(jié)
甲烷回收率，以使單位生產(chǎn)能耗降低。
7 結(jié)論
本文針對含氧煤層氣的回收利用提出了一種
直接深冷精餾回收甲烷的工藝方法。該工藝通過控
制含氧煤層氣壓縮機(jī)排氣壓力確保壓縮和凈化過
程的安全，并通過一股獨立的氮氣循環(huán)使精餾過程
在各種工況條件下都安全。最終在確保安全的前提
下回收甲烷，甲烷回收率高，避免了預(yù)先對煤層氣
脫氧或控制甲烷回收率來確保安全．節(jié)約了設(shè)備投
資，是一個可以選擇的含氧煤層氣處理工藝。
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A safe process for purification of oxygen·bearing coal bed methane by direct cryogenic separation
ZHU Jing
(State Key Laboratory of Gas Disaster Monitoring and Emergency Technology，Chongqing Research Institute of China Coal
Technology and Engineering Group Corp，Chongqing 400037，China)
Abstract：A safe direct cryogenic separation process for purification of methane from oxygen—bearing coal bed methane(CBM)
was proposed，in which some nitrogen was injected to the cryogenic distillation column to ensure the safety by reducing the oxygen
concentration to below the explosion limit．It didn t require a pre—removal of oxygen from the raw gas and the nitrogen could be
recycled by using a nitrogen generator．The needed cold energy was provided hy a mixed—refrigerant cycle (MRC)and a nitrogen
expansion refrigeration system，and a nitrogen generator was combined into the process．Al the equipment needed were mature．The
proposed process had good safety and flexibility，and could operate safely in various operating conditions and apply to the oxygenbearing
coal bed methane with various methane concentration．The energy consumption of LNG product was 0．8 to 2kWh per
standard cubic meter of methane gas．
Keywords：oxygen—bearing coal bed methane；cryogenic separation；methane purification；LNG；safety
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(上接第56頁)
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Approaches for improving catalytic performance of Rh-M n／SiO2 in CO hydrogenation to ethanol
KE Lei,HUI He-long,WANG Xiao·hua,WANG n昏LI Zi-jun,WEl Yun-zhoo SHU Xin—qJan
(School of Chemical and Environmental Engineering，China University of Mining and Technology，Beijing 100083，China)
Abstract：The effects of impregnation sequence，Mn loading，and reaction conditions on the catalytic properties of the Rh．Mn／
SiO2 for synthesis of ethanol from CO hydrogenation were investigated experimentally，and the catalysts were characterized by TPR．
The results showed that the yield of Croxygenates for the catalyst co·impregnated with Rh and Mn could reach 255．8g·kg。 ·h ‘with a
selectivity to ethanol of 1 5．39％ ，and both of the yield and selectivity were higher than that for the catalysts step-impregnated with Rh
and Mn．Mn loading 'affected the interaction between Rh and Mn．The catalyst loaded with Mn of 1．5％ by mass could have a
selectivity to ethanol of up to 1 8．09％ and reduce the selectivity to methane．The optimum reaction conditions for CO hydrogenation
to ethanol over the Rh—Mn／SiO!catalyst were deterofined by experimental studies．
Keywords：Rh—Mn／SiO!catalyst；preparation；carbon monoxide；hydrogenation；synthesis；ethanol；reaction condition

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