甲醇生产工艺介绍
甲醇生产工艺介绍
我自己的文献综述截下的一部分
甲醇生产工艺介绍
3.1联醇法产甲醇工艺介绍[4，15-21]
合成氨的联醇工艺, 始于20 世纪60 年代并实现了工业化, 这是化肥工业史上的一次创举,它使化肥企业的产品结构突破了单一的局面, 节能降耗有了新发展, 还增强了企业的市场应变能力。到20 世纪80~90 年代更是有了突飞猛进的发展, 联醇在全国遍地开花。我国是一个“多煤少油”的国家, 甲醇开始向燃料市场倾斜, 这已经是个无法阻挡的趋势, 这就使合成氨工艺有了联醇后亦又有甲醇合成的联氨工艺的发展趋势。
随着甲醇市场的红火, 化肥行业不仅原有的联醇工艺不断完善, 增加产量, 还有不少企业在建设中。在此新形势下, 现就联醇装置的设计、建设、施工、投产、运行、催化剂的使用等进行简单的介绍
3.1.1联醇规模的确定
联醇规模的确定, 也就是醇氨比( 实际上是醇与总氨的比例) 。最经济的联醇规模, 在不增加脱碳能力或降低尿素产量, 把变换剩余的CO使之合成甲醇, 作为副产品, 这时醇氨比在10%~20%, 合成氨的经济效益最好。但这样的比例形不成生产规模, 经不起市场变化。当甲醇利润高, 而化肥利润率低迷时, 却无法提高甲醇产量。因此考虑联醇规模时, 还应考虑甲醇的市场前景。可过高的醇氨比又使造气煤耗增加, 增加脱碳的消耗和甲醇合成循环机的电耗等, 而成本上升, 影响合成氨的综合效益。合成氨企业总体规模不大时, 一般醇氨比在40%~50%, 总体规模较大时醇氨比不超过40%。对新建厂而言还考虑投资回报率, 醇氨比过高,不如搞联氨工艺了,即单醇联产合成氨。
3.1.2联醇合成工艺流程的选择
合成氨的联醇之甲醇合成工艺, 老企业绝大部分是把甲醇合成设置在铜洗之前, 即压缩机五段或六段出口处。新建厂用双甲工艺的, 也有把联醇放在与合成氨同一压力等级上, 即所谓等高压联醇。其甲醇合成工艺流程是随该工艺的不断完善而目前有下列三种。普遍的是合成塔内自设换热器, 无热量回收, 见图1压缩来的气体与循环气混合进入油分,分二路,主线进合成塔筒体与内件夹套后入下部换热器,副线直接入塔底进入中心管与换热后的气体混合后入内件的催化剂筐内。而出塔的含有甲醇的气体直接进入水冷器,冷却后在醇分分离甲醇后一路去铜洗,另一路进循环机加压后再回到油分。醇分分离的粗醇再进一步经精馏后作产品销售。
合成塔内自设换热器占据了高压空间, 使催化剂装填量减少, 另外由于主副线气量调节有
限而使该流程进塔CO的高限值受制约, 而调节幅度降低, 为此出现了第二种流程, 设置塔外换热器。见图2。
压缩来的气体与循环气混合进入油分, 主线经换热器提温后进合成塔筒体与内件夹套, 后进入内件中心管到催化剂筐, 副线可直接进内件中心管与主线气混合入催化剂筐, 出塔气进换热器后去水冷器、醇分。此流程与前不同的是把内件里的换热器移到塔外, 使合成塔高压空间得到充分利用, 调节幅度比以前更大了。但该流程中要注意的是塔出口温度超过200℃以上, 也就是合成塔出口到换热器进口及合成塔底部和换热器底部要接触超过200℃以上的气体, 其材质必需是耐热合金钢。为此该流程大部分都是在合成塔内保留部分换热器, 使出塔温度不超过200℃而解决。这样的流程与前流程无大的区别, 热量均未利用, 仅改变和增加了调节手段, 增加了甲醇产量。
现在为不少厂家所接受的流程是带有热量回收的流程。见图3。主线气进夹套后一出气到换热器, 提温度后作为二进气入塔, 进催化剂筐; 副线气可直接进塔或加到二进气上。而合成出塔气进入废热锅炉或水加热器) , 回收热量产生蒸汽( 或加热全厂的锅炉用水) 后进换热器、后到水冷器、醇分。在这个流程中当需提高甲醇产量时其反应热可得到回收, 还降低水冷器的负荷。并能使调节更灵活, 得到的甲醇产量也最高。但必须考虑气体温度200℃以上设备、管道材质问题。但其废热锅炉和换热器外筒都可充分利用合成氨淘汰下来的设备。
3.1.3
联醇中决定甲醇产量的因素
在联醇中决定甲醇产量的是参加CO+2H2→CH3OH 化学反应CO 量, 从此反应式可看出,生产一吨甲醇需转化的CO 量为: 1 000÷32×322.4=700Nm/t也就是说合成塔确定后, 其催化剂装填量也是定值, 那么单位时间通过单位体积催化剂上的气体量即空速是第一因素。对联醇而言, 此空速不能取得过高, 一般在8 000~10 000h 。由于各种调节手段决定了入塔的气体中CO最高含量和催化剂活性而决定了出塔气体中CO含量。一般出塔CO 在该空速下能达到0.5%以下, 而入塔气体中的CO由内件结构及工艺流程所决定,
因此通气量一定后, 决定甲醇产量的是进塔CO含量及CO转化率。也就是要提高产量就要设法提高进塔CO含量, 要提高催化剂活性, 提高CO转化率即降低出塔CO含量。3.1.4
进合成塔的CO含量的决定
从前述看出, 合成塔内CO转化率不变, 则提高进塔CO含量就能增加产量。以工艺流程和内件结构确定后, 空速一定, 在有限的调节手段内, 进塔最高CO含量也就到一极限值。在联醇中通过计算热量平衡得出, 每转化1%的CO, 使反应气体的绝热温升29~30℃。若出塔温度控制在270℃, 进入催化剂筐的气体温度是30℃的话, 则绝热温升可达240℃, 也就是此时反应的CO可达8%, 这种状态实际是不可能的。出塔温度达270℃, 意味着在床层内的反应热点温度有可能超过300℃, 这是催化剂操作温度不允许的, 另外催化剂的活
性温度的波幅较小( 220~290℃) , 进口不预热直接进筐, 使床层内能很快达到均温。这样的内件目前还没有一家能做到。还以均温型内件为例, 在流程1 中, 若以出床层温度240℃, 反应的CO百分比为3.5%, 其温度升为: 3.5%×30=105℃则进入催化剂筐的温度: 240- 105=135℃, 而流程2、3 中反应CO的百分比为5.5%, 温升为: 5.5×30=165℃则进催化剂筐温度要降到240- 165=75℃这使内件设计制作上增加了难度, 同时在操作中, 可能使床层的温差增大。
在生产中进塔的CO含量高低由循环量大小及进系统原料气中的CO含量高低来决定( 也即由原料气中的CO含量决定) 。
3.1.5
联醇中循环机大小的选择
工艺流程确定后应考虑选择循环机, 要考虑在正常生产中达到最高甲醇产量时所需要的循环量,对循环机选用时不仅考虑正常生产时所需,还考虑备机, 若在最大负荷时循环量是满负荷时该机故障, 若无备机将来不及处理而使催化剂烧毁失活。
另外还需考虑催化剂升温还原时所需。
3.1.6进入系统的气体的精制和除去有害物质
硫及硫化物、氯及氯化物、羰基金属化合物、微量氨、油污等都是对Cu、Zn、AI 催化剂极其敏感, 容易中毒失活, 因此入系统前必需对原料气进行净化精制处理。
硫及硫化物对催化剂的毒害, 己为大家所共识, 现在联醇工艺中没有精脱硫装置的可能很
少了, 但是不经过事先检测, 随意上一套精脱硫装置的还不少, 因此效果差达不到精脱要求, 短时间内穿透而使催化剂很快中毒的情况还是存在着。一定要事先检测, 确定硫化物的形态和含量而设置对应的精脱装置, 才能保证投产进入系统的气体中总硫< 0.1×10 。
氯及氯化物的毒害是近几年才提到日程上的, 对Cu、Zn、AI 催化剂而言, 氯比硫的毒害更大, 含有0.1×10 的氯就会发生明显的中毒, 催化剂中0.01%~0.03%的吸氯量其活性就会大幅下降, 这是不可忽视的。我认为在设置常温精脱硫装置时应留出按装脱氯剂的位置, 以彻底解决氯的毒害。
羰基金属化合物问题, 早几年就有人提出这问题, 也有了脱除方法。但靠牺牲催化剂的容积,在其上部加装一点脱羰剂, 显然是不解决问题,在文献上有记载,“加压条件下即使在
25~100℃下, 只要有CO, 就有羰基化合物生成的可能性。CO 分压越高越有利于羰基金属化合物的生成。150~200℃羰基腐蚀的速度最大, 若气体中有氯、硫时又会加速腐蚀。”因此提出在催化剂床层上部加些脱羰剂或精脱硫装置上加脱氯剂同时加脱羰剂是不够的, 常温精脱硫装置一般设置在压缩机三段入口或脱碳以后, 而在甲醇合成塔前羰基金属化合物生成条件比三段入口生成几率要大得多, 为此建议在合成甲醇工艺中的油分后, 另增设一
脱羰器, 根除这个毒物。
另外应在操作中减少CO在系统内生成羰基化合物的几率。
微量氨对催化剂的毒害, 有时在还原时已发生, 氨的带入将生成铜氨络合物, 还原时出水呈蓝色, 这已为很多实例所证实。在生产过程中当原料气有微量氨时, 合成过程发生胺化反应,
生成甲胺进入粗甲醇中, 使碱值高, 增加了精馏困难, 精甲醇中游离碱超标, 而增加了消耗, 且这类甲醇有特殊的鱼腥臭味, 降低其品级。在甲醇合成过程中还会与催化剂中的铜生成铜氨络离子,造成铜的流失而失活。
原料气中的氨来源于合成氨的碳化工序, 丙碳脱碳串中压氨洗, 尿素联产碳铵工艺等。使三段入口到甲醇合成系统进口带氨, 为此我们在合成工序的油分前加设除氨洗涤分离器装置, 目前有二种方法: 一是用洗涤塔加水喷淋, 连续加水、连续排放, 但由于水量很小, 而效果较差; 或保持一定液位气体鼓泡吸收, 间断加水、间断排放, 效果是时好时坏。二是专用的高压**吸收装置,设在进口管线上, 高压水成雾状与气体充分混合接触而除氨, 到氨洗分离器里分离液体, 这样效果较好。现在有个别厂就在油分前管道上用高压**装置, 把油分当成分离器, 液位控制不好时,气体夹带雾滴而造成催化剂中毒。还有的取消高压机平衡段, 当活塞环损坏, 或缸套拉毛等情况而串气时, 也会使甲醇进口气中带氨。
油污的除净, 从实践看, 在工艺流程中有氨洗分离装置的油污影响不大, 因为进系统的气体实际经一次洗涤, 二次分离效果较好, 但若对循环机的维护保养不好, 造成循环机出口气体带油那这就成问题了, 但目前不少企业沿用的油分都是简单的分离内件, 分离效果很差。油污对催化剂的污染早为大家所认识, 不仅润滑油本身有机硫含量较高, 而且油受热分解成炭黑, 堵塞催化剂的内孔隙, 使催化剂双重中毒。应对油分效果差的分离器进行结构改造。高效机械分离加超滤分离值得借鉴应用。现在湖北化学研究院提出了新的ET—10 吸油剂和ET—6 脱氨剂, 可考虑应用。但必须在塔前使用才有效。
3.1.7出系统甲醇的水洗回收
由于水冷后在气体中还有一定的未冷凝的甲醇平衡蒸气分压, 如40℃时有0.28%甲醇蒸气, 30℃时0.17%甲醇蒸气, 再加上醇分分离效果差, 醇后气中夹带甲醇雾沫, 则损失相当可观。因此一般醇后气送出系统前还应回收甲醇, 甲醇很易溶解在水中, 稀甲醇上的气相中甲醇平衡浓度要低一个数量级。普遍都是用高压水在高压**吸收器中**吸收。在分离器里得到5%左右的稀甲醇液, 可用作甲醇精馏的萃取水。也有在此设水洗涤塔( 与氨洗同样处理) 而进行回收。别小看这区区的0.17% ( 30℃时) , 以回收80%计, 每小时24 000Nm 气量的企业, 一天能回收 1.1t 甲醇( 折合成100%) 。同时加水洗回收甲醇后可减少铜洗清洗的负荷, 减少对氨合成催化剂的影响。
3.1.8合成氨联醇工艺中的脱碳
从下列化学反应式:3H2+N2→2NH3与CO+2H2→CH3OH,比较中可看出生成一个NH3是消耗1.5 H2,而生成一个CH3OH, 消耗的3个H2 (CO在变换工序经变换是一个CO变换一个H2 ) ,生产一个CH3OH 相当于消耗了二个NH3的H2, 也就是联醇生产一吨甲醇会减少1.06t 液氨[ (2×17)÷32=1.06]。就尿素厂而言,本来就全都脱碳, 上联醇后减少了氨产量, 也就是减少了尿素产量。而对碳铵厂来说, 原来的碳化工序是一个碳消耗一个氨, 平衡下来搞得好应有10%左右的剩余氨, 10%剩余氨去联产甲醇, 可以不必开脱碳。再增加甲醇产量就使氨碳不平衡, 因此必须在原来碳化基础上再增加脱碳工艺, 才能使工艺平衡。脱碳工艺方法较多, 现在比较流行的变压吸附脱碳, 在此特别提醒大家注意一个问题, 不上甲醇
时, 变压吸附脱除CO2 时损失一部分CO是无关紧要, 有利无弊, 而在上联醇时, 又要提高CO含量进行脱碳, 若损失CO这就使甲醇成本上升, 一定要在变压吸附时尽量提高CO 的回收率。
3.1.9联醇投产后对合成氨工艺的影响
由于甲醇合成比氨合成多耗氢而不耗氮, 随醇氨比的增加, 必须提高原料气中氢含量和降
低氮含量, 造气炉的发气效率和发气量会下降, 给造气操作增加了难度, 不易调整醇后气中氢氮比, 且原有造气炉装置可能会显示能力不够。
甲醇合成对变换工序是减轻了变换的生产负荷, 降低了蒸汽消耗, 变换阻力也下降了。但在较大的醇氨比时, 变换出口CO提得较高时, 变换不是全低变系统, 要注意的是, 不可用减外加蒸汽的方法提高变换气中CO, 会使中变进口蒸汽比过低产生问题。所以此时最好采用中变出口的近路来调节CO。当然若是全低变工艺时只要严格稳定控制蒸汽比, 就能达到自如控制出口CO。
甲醇合成的投入, 精炼的气体洁净了, 而且精炼的负荷降低, 铜耗、电耗下降, 且确保了合成进口的微量指标, 至于微量甲醇进入铜液中未见有不良现象。而是当联醇停车时间过长( 3~4 天以上) 铜洗出口带液频繁发生, 这在精脱硫不完善的厂尤其严重。
但压缩机取消平衡段后, 其最后二段缸体在同一侧。由于联醇的投入, 压差的增加, 而增加了活塞的泄漏量影响氨合成的正常运行, 甚至铜洗出口气(含有氨气) ,倒入甲醇系统。这是由于活塞的泄漏, 当七段吸入的铜洗出口气压缩时, 六段是吸入态, 该含氨气体混入六出气中进入甲醇; 而当六段压缩时, 七段是吸入状态, 六出气,未能净化的气体(CO含量较高) 漏入七段, 而影响合成。
一些甲醇厂投产后, 氨合成催化剂上层温度下降, 系统压力上升, 而停甲醇又能恢复正常没有影响, 出现了氨合成催化剂的暂时中毒现象。还有个别厂由于醇分分离效果差, 使未分离净的甲醇通过循环机又返回到甲醇合成塔内, 不仅使甲醇催化剂活性下降, 而且产生副反应, 也影响到合成氨的操作。一般情况下,大部分厂都反映, 上联醇后, 由于进入氨合成的气体洁净了, 使氨合成催化剂的寿命较大幅度的延长, 有用到八年以上的。
对尿素厂而言, 由于联醇生产减少了合成氨产量, 将使尿素减产,为此尿素厂在上联醇时,
应考虑增加氨醇总量, 而不使尿素减产为佳。
3.2甲醇生产工艺进展
甲醇生产工艺技术已十分成熟,近年来该技术的主要进展是甲醇合成塔的改进。但是,目前人们又开发成功了几种新工艺,如K VAERNER与BP联合开发的K VAERNER?BP工艺、帝国化学公司( ICI)的LCM工艺和改进LCM工艺,此外还有一些新技术也正在开发之中。本文作者集中阐述了近年来甲醇合成工艺的新进展,重点介绍了K VAERNER?BP工艺以及LCM 工艺和改进LCM工艺。
3.2.1KVAERNER /BP工艺
开发新的造气工艺是近几年甲醇合成新工艺开发的一大热点,由K VAERNER公司和BP 公司联合开发的K VAERNER?BP工艺就是在BP开发的新型转化炉基础上发展起来的。
转化炉为同轴管式,结构简单。管壁外侧充填传统蒸汽转化催化剂,天然气与水蒸汽混合后走管壁外侧。管壁外侧顶端的流出物经收集后,进入含氧气的反应室进行部分氧化,然后进入充
填二段转化催化剂的内管。部分氧化和内管的二段转化所释放的能量可以满足外管蒸汽转化的需要。使用BP转化炉的K VAERNER/BP工艺具有以下特点:
(1)转化炉质量轻,易制造,成本低;
(2)转化炉操作在与甲醇合成回路相当的压力下进行,甲醇合成回路无需压缩机,仅需提供一台原料(天然气)压缩机即可;
(3)无需高压蒸汽系统;
(4)系统用空气而非纯氧,因此,无需空气分离设备。缺点是引入了N2 ,必须从合成气中予以分离。合成气的提纯用膜分离装置。甲醇合成反应器用传统的冷激式反应器,也可用轴- 径向混合流反应器或其他类似的改进式设计。工艺补充气压缩机可取消,但是循环压缩机仍然是必须的。
据KVAERNER称,用该工艺生产的粗甲醇产品比用传统工艺生产的甲醇产品质量高,因而仅用一个分馏塔就可达到“AA”级或IMPCA标准。
3.2.2LCM工艺和改进LCM工艺
ICI的LCM甲醇工艺是在其开发的先进的气体加热式转化器基础上开发出来的。ICI气体加热式转化器开发成功后,首先在氨厂应用,这就是ICI开发成功的LCA合成氨工艺。ICI 用这种工艺在英国Severnside 建成了一套装置。此后,ICI又考虑将该技术应用于甲醇生产,开发出了先进的LCM工艺。新工艺在澳大利亚BHP的协助下,在 5. 4万t a 的中试装置上进行了试验,取得了关键数据。以此为基础开发的LCM工艺流程与传统工艺相似,但由于改进了传统的二段转化炉,总体设计上更简单。其基本流程为:天然气经压缩、脱硫,进入水饱和器水饱和后,进入转化炉的蒸汽转化部分。一段蒸汽转化所需热量由二段部分氧化提供。出一段转化器的气流进入二段转化器用空气进行部分氧化,生成的热气流再进入二段转化催化剂床转化。由于使用空气代替纯氧进行部分氧化,故合成气中含有大量的氮,在进入甲醇合成塔之前必须脱除。氮气的脱除使用膜分离装置。一套大规模甲醇装置仅需1台膜装置即可[5]
。
LCM工艺最初设计采用ICI气体加热式转化器。自1998 年起,该工艺设计采用更为先进的ICI改进式气体加热转化器,使用这种新式转化器的工艺被称作改进LCM工艺。其流程为:天然气压缩至4 MPa ,经脱硫后进入水饱和器饱和,然后预热至约400 ℃,进入ICI改进式气体加热转化器的天然气通过充满传统转化催化剂的管子,出管子的已部分转化的气体在反应器底部被收集后,进入二段转化器。气体在二段转化器进行部分氧化。出二段转化器的热排出气再返回到改进式气体加热转化器,并在此通过反应器的壳程。经一段换热后的二段反应器物流,再经换热冷却后,进入甲醇合成回路。合成回路与传统工艺类似,基本上仍采用冷却管式反应器。该工艺的一个主要特征就是转化压力高达4 MPa ,这远比传统蒸汽
转化1. 5～2 MPa 的转化压力高,因而,合成气压缩机负荷大大降低了,使压缩机投资和电耗均得以降低。
产物分馏采取双塔分馏,液体副产物循环返回水饱和器,吹扫气则用做辅助锅炉燃料或气体透平发电。
3.2.3甲醇生产新工艺与传统工艺经济性比较
ICI改进LCM工艺与传统工艺的经济性相当,而KVAERNER/BP工艺则优于传统工艺。从投资角度看,该工艺亦属首选。唯一不足的是该工艺还未实现工业化应用。
3.2.4开发中的其他新工艺
3.2.
4.1无循环甲醇工艺
3.2.
4.1.1美国空气产品公司的液相工艺
在传统甲醇合成工艺中,由于合成反应器单程转化率相对较低,因此气体的循环量很大。这需要相应的循环压缩机、反应器、管道和换热设备,大大增加了装置投资。
由空气产品公司(Air Products)开发的无循环液相甲醇生产工艺,使用一种粉末状催化剂,取消了循环回路,大大降低了投资与操作费用。工艺催化剂颗粒悬浮在惰性矿物油中形成浆液,这种浆液有助于移走反应热,可灵活控制反应温度,尤其适合于富CO 合成气(如煤造气装置)该工艺的一个潜在应用领域是用于气化联合循环装置[6]。
3.2.
4.1.2 Twente大学工艺
荷兰的Twente 大学开发的无循环甲醇生产工艺使用了吸收技术,从而取消了甲醇合成中的循环回路。工艺包括一系列的反应器和吸收塔主要工艺是:出一段合成反应器的混合物进入吸收塔分离甲醇,贫气再进入二段合成反应器和吸收塔,完成又一个合成?吸收分离过程。使用四级反应器?吸收塔,甲醇收率可超过97 %。
该工艺最初采用的是固体吸收剂,但这种吸收剂在工业放大中还存在一些工程问题。新开发的吸收剂是液体四甘醇二甲醚(TEG DME) ,通过闪蒸分离甲醇,而TEG DME则可循环使用。
3.2.
4.2Starchem/ABB Lummus工艺
Starchem /ABB Lummus 工艺的开发目标是生产燃料级甲醇或用于发电。该工艺采用高压自热式转化工艺生产合成气,甲醇合成装置吹扫气在气体透平装置燃烧用于发电。主要技术进步是空气经压缩后,再送入一膜分离装置,产生富氧空气供转化器使用。优势是用廉价的膜空分装置代替了深冷制氧装置,更经济。但工艺系统需要补加H2。H2由另一套膜分离装置,从甲醇合成回路中的富氮吹扫气中获得。循环后剩余的N2气流则用做燃烧式气体透平的低热值燃料[7]
。
该工艺取消了昂贵的合成气压缩机。此外,据称可用低的蒸汽?碳比,再加上低能耗,成本可降低20 %～40 %。该工艺还可灵活地生产燃料级甲醇或化学品级甲醇,并可联产电能。
3.2.
4.3直接转化工艺
多年来,国内外一直致力于开发用天然气直接生产甲醇的新工艺,目的是省略掉投资高昂
的合成气制备过程[8]。目前,较具工业化前景的直接转化工艺为均相催化和官能团化生产工艺。90年代初期,Stauffer技术公司开发成功了甲烷经催化氧氯化合成甲醇的新技术,该工艺在常压下操作,收率可达90 %以上[9]。
美国Catalytic 公司90 年代初期开发成功了用二价汞络合物催化合成甲醇的新技术,因汞有毒,过程所用硫酸有腐蚀性,因而被放弃。继而又开发成功了铂硫化络合物催化制甲醇新工艺该工艺用铂络合物催化剂将甲烷转化成酸式硫酸甲酯(CH 3OSO 3H) ,然后将所得酸式
硫酸甲酯产物水解,制得甲醇,单程收率达到了70 %。反应在220 ℃和3. 45 MPa条件下进行,可采用价廉的液相泡罩塔反应器。由于是低压下操作,可大量节省投资。该工艺的核心是使用了铂合2 ,2 - 双嘧啶碘化络合物催化剂。该工艺已在1 L 规模的试验装置上进行过试验。Catalytic 公司计划进一步提高分离效率和催化剂性能,然后于下世纪初实现工业化[10]。
3.2.
4.4Lurgi的CAMERE工艺
CAMERE工艺由德国Lurgi 公司开发成功,该工艺采用2个合成塔,以CO2和H2为原料生产甲醇。2个合成塔并行排列。出第一合成塔的物流进入分馏塔,分离出反应生成的H2O 和甲醇。设置级间分馏的原因是反应H2O生成,而该工艺采用的铜基催化剂又会因H2O的存在而失活。设置级间分馏后,效率大大提高。反应采用的催化剂配比为n (Cu) : n (ZnO) : n (ZrO2) : n (G aO3) =5∶3∶1∶1。2个主合成塔串联,出合成塔的物流经分馏塔分馏后循环使用。水气变换反应器的操作条件为773 K和 1 MPa ,2个甲醇合成塔的操作条件为523 K和3 MPa。
该工艺的一大特点是将水气变换反应器与甲醇合成塔组合在一起,从而克服了低温下CO 2转化率低的缺点。根据中试结果,与传统甲醇生产工艺对比,CAMERE工艺碳转化率高,
生产比指数高,单位时间甲醇产量高,粗甲醇含水量低。
CAMERE工艺在经济性上有竞争力,这与原料CO2和H2的来源有关。气化循环联合装置( IGCC)可能是CO2的一个较好来源,此外CO 2也可以从天然气田获取。由于从矿石燃料制H 2会生成温室气体CO2 ,因而H2的来源可能需要通过水电解获得,这需要消耗大量的水能、太阳能或核能。H2的来源是CAMERE工艺具有经济性和规模化应用的关键因素[11]。
3.2.
4.5结束语
在近几年开发出的几种合成甲醇新工艺中,
KVAERNER/BP工艺和ICI的LCM工艺及改进LCM工艺较具代表性尤其是KVAERNER/BP工艺投资及操作成本更低,在经济上更具有吸引力。此外,开发的新工艺中,由空气产品公司开发的液相甲醇合成工艺颇具特色,并且由于该项目获得了美国国家能源
署的资助而更具竞争力。该工艺已建成中试装置,正准备进一步试验后实现工业化。美国Catalytic公司开发成功的铂硫化络合物催化制甲醇工艺,是甲烷一步制甲醇技术的一大突破。Lurgi的CAMERE工艺使用温室气体CO2作原料,且中试结果已证明了其经济性,但唯一不足的是H2的来源受到限制,这可能影响大规模工业化装置的建设,也因此会影响其经
济性。
2
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煤制甲醇工艺设计
煤制甲醇工艺流程化设计 主反应为：C + O 2 → C O + C O 2 + H 2 → C H 3O 副反应为： 1 造气工段 （1）原料：由于甲醇生产工艺成熟,市场竞争激烈,选用合适的原料就成为项目的关键,以天然气和重油为原料合成工艺简单，投资相对较少，得到大多数国家的青睐，但从我国资源背景看，煤炭储量远大于石油、天然气储量，随着石油资源紧缺、油价上涨，在大力发展煤炭洁净利用技术的形势下，应该优先考虑以煤为原料,所以本设计选用煤作原料。 图1-1 甲醇生产工艺示意图 （2）工艺概述：反应器选择流化床，采用水煤浆气化激冷流程。原料煤通过粉碎制成65%的水煤浆与99.6%的高压氧通过烧嘴进入气化炉进行气化反应，产生的粗煤气主要成分为CO ，CO 2，H ２等。 2423CO H CH H O +?+2492483CO H C H OH H O +?+222CO H CO H O +?+
2 净化工段 由于水煤浆气化工序制得粗煤气的水汽比高达1.4可以直接进行CO变换不需加入其他水蒸气，故先进行部分耐硫变换，将CO转化为CO2，变换气与未变换气汇合进入低温甲醇洗工序，脱除H2S和过量的CO2，最终达到合适的碳氢比，得到合成甲醇的新鲜气。 CO反应式： CO+H O=CO+H 222 3 合成工段 合成工段工艺流程图如图1。 合成反应要点在于合成塔反应温度的控制，另外，一般甲醇合成反应10～15Mpa的高压需要高标准的设备，这一项增加了很大的设备投资，在设计时，选择目前先进的林达均温合成塔，操作压力仅5.2MPa，由于这种管壳式塔的催化剂床层温度平稳均匀，反应的转化率很高。在合成工段充分利用自动化控制方法，实行连锁机制，通过控制壳程的中压蒸汽的压力，能及时有效的掌控反应条件，从而确保合成产品的质量。 合成主反应： CO+2H=CH OH 23 主要副反应： CO+3H=CH OH+H O 2232 4 精馏工段 精馏工段工艺流程图见图2。 合成反应的副产主要为醚、酮和多元醇类，本设计要求产品达质量到国家一级标准，因此对精馏工艺的合理设计关系重大，是该设计的重点工作。设计中选用双塔流程，对各物料的进出量和回流比进行了优化，另外，为了进一步提高精甲醇质量，从主塔回流量中采出低沸点物继续进预塔精馏，这一循环流程能有效的提高甲醇的质量。
合成气生产甲醇工艺流程
编号：No.20 课题：合成气生产甲醇工艺流程 授课内容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ? 了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ?掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ?分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ?对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习: ?合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ?对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ?合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足?
授课班级: 授课时间: 四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个 工序，见图5-1。 图5-1 甲醇生产流程图 1.原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石 油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（出—CO2）/（CO+CO2）=2.1 左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其 含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有 少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则 在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2.净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即 使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法 一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方 法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工
生产甲醇的工艺流程
生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工序需设置在原料气设备之前；其它制原料气方法，则脱硫工序设置在后面。 二是调节原料气的组成，使氢碳比例达到前述甲醇合成的比例要求，其方法有两种。 （1）变换。如果原料气中一氧化碳含量过高（如水煤气、重质油部分氧化气），则采取蒸汽部分转换的方法，使其形成如下变化反应：CO+H2O==H2+CO2。这样增加了有效组分氢气，提高了系统中能的利用效率。若造成CO2多余，也比较容易脱除。 （2）脱碳。如果原料气中二氧化碳含量过多，使氢碳比例过小，可以采用脱碳方法除去部分二氧化碳。脱碳方法一般采用溶液吸收，有物理吸收和化学吸收两种方法。（如：低温甲醇洗）
甲醇生产工艺原理
一氧化碳加氢为多方向反应，随反应条件及所用催化剂的不同，可生成醇、烃、醚等产物，因而在甲醇合成过程中可能发生以下反应： ●主反应：CO＋H2≒CH3OH＋Q CO2＋3 H2≒CH3OH＋H2O＋Q ●副反应：CO＋3H2≒CH4＋H2O＋Q 2CO＋4H2≒C2H5OH(乙醇)＋H2O＋Q 2CO＋4H2≒CH3OCH3（甲醚）＋H2O＋Q 一、甲醇合成反应影响因素有哪些？ 1、温度 2、压力 3、空速 4、惰性气 5、CO2含量：CO2也能参加合成甲醇的反应，但对锌铬系催化剂，对于铜系催化剂，CO2的作用比较复杂，即有动力学方面的作用，还可能具有化学助剂的作用，归纳起来，其有利的方面为： 1)含有一定量的CO2可促进甲醇的提高 2)提高催化剂的选择性，可降低醚类等副反应的发生 3)可更有利于调节温度，防止超温，延长催化剂使用寿命 4)防止催化剂结炭 其不利方面：
1)与CO合成甲醇相比，每生成1kg甲醇多消耗0.7m3的H2 2)使粗醇中水含量增加，甲醇浓度降低 总之，在选择操作条件时，应权衡CO2作用的利弊。通常，在使用初期，催化剂活性较好时，应适当提高原料气中CO2的浓度使合成甲醇反应不致于过分剧烈，以得于床层温度的控制；在使用后期，可适当降低原料气中的CO2浓度，促进合成甲醇反应的进行，控制与稳定床层温度。 二、铜基甲醇催化剂还原方法有几种，优缺点？ 铜基甲醇催化剂掺入使用前，必须用氢小心还原使其活化。其还原过程是一个强放热反应，每消耗1%的H2，引起绝热漫长约28℃，反应式如下： CuO+H2=Cu+86.7kj/mol 在工作业上，可采用低氢和高氢还原两种方法。 低氢还原特点：床层温度便于控制，有利于提高催化剂的活性，缺点：时间较长（80-100小时）。 高氢还原特点：还原时间较短40小时，缺点：操作必须十分细心严格，稍有不慎，将引起催化剂床层剧烈超温，导致催化剂失活报废。另外操作不当，催化剂强度易受到损害，造成催化剂部分粉化而引起床层压差大。有文献认为，在高浓度氢气下，容易发生深度还原，使CuO全部还原成金属铜而引起活性与选择性的下降。 三、何为醇净值？怎样进行估算？
年产50万吨甲醇合成工艺初步设计
年产50万吨甲醇合成工艺初步设计 摘要 本设计重点讨论了合成方案的选择，首先介绍了国内外甲醇工业的现状、甲醇原料的来源和甲醇本身的性质及用途。其次介绍了合成甲醇的基本原理以、影响合成甲醇的因素、甲醇合成反应速率的影响。在合成方案里面主要介绍了原料路线、不同原料制甲醇的方法、合成甲醇的三种方法、生产规模的选择、改善生产技术来进行节能降耗、引进国外先进的控制技术，进一步提高控制水平，来发展我国甲醇工业及简易的流程图。在工艺条件中，主要介绍了温度、压力、氢与一氧化碳的比例和空间速度。主要设备冷激式绝热反应器和列管式等温反应器介绍。最后进行了简单的物料衡算。 关键词:甲醇，合成塔
一、综述 (一)国内外甲醇工业现状 甲醇是重要的化工原料，应用广泛，主要用于生产甲醛，其消耗量约占甲醇总量的30%～40%;其次作为甲基化剂，生产甲胺、丙烯酸甲酯、甲基丙烯酸甲酯、甲基叔丁基醚、对苯二甲酸二甲酯;甲醇羰基化可生产醋酸、酸酐、甲酸甲酯、碳酸二甲酯等。其次，甲醇低压羰基化生产醋酸，近年来发展很快。随着碳化工的发展，由甲醇出发合成乙二醇、乙醛、乙醇等工艺正在日益受到重视。国内甲醇装置规模普遍较小，且多采用煤头路线，以煤为原料的约占到78%;单位产能投资高，约为国外大型甲醇装置投资的2倍，导致财务费用和折旧费用高，这些都会影响成本。据了解，我国有近200家甲醇生产企业，但其中10万吨/年以上的装置却只占20%，最大的甲醇生产装置产能也就是60万吨/年，其余80%都是10万吨/年以下的装置。根据这样的装置格局，业内普遍估计，目前我国甲醇生产成本大约在1400,1800元/吨(约200美元/吨)，一旦出现市场供过于求的局面，国内甲醇价格有可能要下跌到约2000元/吨，甚至更低。这对产能规模小，单位产能投资较高的国内大部分甲醇生产企业来讲会加剧增。 而以中东和中南美洲为代表的国外甲醇装置普遍规模较大。目前国际上最大规模的甲醇装置产能以达到170万吨/年。2008年4月底，沙特甲醇公司170万吨/年的巨型甲醇装置在阿尔朱拜勒投产，使得
甲醇工艺流程简述
气化 由原料储运系统来的粒度＜10mm 的原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。加入石灰石是为了降低灰熔点。煤浆经磨煤机出料槽（351V102~302 ）由磨机出料槽泵（351P103~303A/B ）输送至煤浆槽（352V001A/B ），再分别经煤浆给料泵（352P101~301A/B）升压至9.6MPa 进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来的高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在 6.5MPa，~1400℃条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约243℃，压力6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49 送后续工序。 熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机（353H101~301 ）破碎后进入锁斗（353V105~305 ），定期排放渣池（353V106~306 ），再由渣池中的捞渣机（ 353L101~301 ）将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵（353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。 由洗涤塔（354T101~301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（354V105~305 ）进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机（351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）
合成气生产甲醇工艺流程讲课教案
编号：No.20课题：合成气生产甲醇工艺流程 授课内容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ●了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ●掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ●分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习： ●合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ●合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足？ 授课班级： 授课时间：年月日
四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序，见图5-1。 图5-1 甲醇生产流程图 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法一般有湿法和干法两种。脱硫工序在整个制甲醇工艺流程中的位置，要根据原料气的制备方法而定。如以管式炉蒸汽转化的方法，因硫对转化用镍催化剂也有严重的毒害作用，脱硫工序需设置在原料气设备之前；其它制原料气方法，则脱硫工序设置在后面。 二是调节原料气的组成，使氢碳比例达到前述甲醇合成的比例要求，其方法有两种。
甲醇工艺流程简述
气化 由原料储运系统来的粒度＜10mm的原料煤从煤仓（351V101~301）送出，经煤称重进料机（351M101~301）计量进入磨煤机（351H101~301），来自石灰石粉仓（351V107~307）的石灰石粉也经石灰石粉进料机（351M102~302）计量进入磨煤机。与一定量的工艺水混合磨成一定粒度分布的约58~65%浓度的煤浆。加入石灰石是为了降低灰熔点。煤浆经磨煤机出料槽（351V102~302）由磨机出料槽泵（351P103~303A/B）输送至煤浆槽（352V001A/B），再分别经煤浆给料泵（352P101~301A/B）升压至9.6MPa进入两对对置工艺烧嘴（353Z101~301A~D）。从外管引来的高压氧气，分两股经安全连锁阀后，分四股等量进入两对对置工艺烧嘴。煤浆和氧气在气化炉（353F101~301）内在6.5MPa，~1400℃条件下发生部分氧化反应生成煤气，反应后的粗煤气和溶渣一起流经气化炉底部的激冷室激冷后，使气体和固渣分开，激冷后的粗煤气再经文丘里洗涤器（354A101~301），旋风分离器（354S101~301）和洗涤塔（354T101~301）三级洗涤除尘后，温度约243℃，压力6.36MPa（G）、水蒸汽/干气约1.49送后续工序。 熔渣被激冷固化后由激冷室底部破渣机（353H101~301）破碎后进入锁斗（353V105~305），定期排放渣池（353V106~306），再由渣池中的捞渣机（353L101~301）将粒化渣从渣池中捞出装车外运。含细渣的水由渣池泵（353P102~302A/B/C）送至真空闪蒸罐（354V105~305）。 由洗涤塔（354T101~301）排出的洗涤水经黑水循环泵（354P104~304A/B）分成两路，一路去文丘里洗涤器做为洗涤用水；另一路去气化炉的激冷室做为激冷水。黑水从气化炉，旋风分离器（354S101~301），洗涤塔（354T101~301）底部分别经减压阀进入蒸发热水塔（354T102~302）减压至0.8MPa（G）闪蒸出水中溶解的气体，闪蒸后的黑水进入低压闪蒸罐（354V103~303）经过一次闪蒸后，再进入真空闪蒸罐（354V105~305）进一步闪蒸，经三级闪蒸后的~79℃黑水自流进入澄清槽（354V008A/B），经澄清槽沉降分离细渣，沉降后的沉降物含固量约8~10%，由澄清槽底部排出，经澄清槽底流泵送至真空过滤机（354S002A/B）过滤，滤液进入磨煤水槽（354V015），经磨煤水泵（354P010A/B）送至磨煤机（351H101~301）做补水；滤饼装车外运。澄清槽上部溢流清液自流至灰水槽（354V009），灰水槽中的灰水经锁斗冲洗水/废水泵（354P008A/B/C）一部分去锁斗冲洗水冷却器（353E102~302）冷却后，送至锁斗冲洗水罐（353V107~307）
甲醇工艺流程
甲醇的工艺流程 目前工业上几乎都是采用一氧化碳、二氧化碳加压催化氢化法合成甲醇.典型的流程包括原料气制造、原料气净化、甲醇合成、粗甲醇精馏等工序. 天然气、石脑油、重油、煤及其加工产品(焦炭、焦炉煤气)、乙炔尾气等均可作为生产甲醇合成气的原料.天然气与石脑油的蒸气转化需在结构复杂造价很高的转化炉中进行.转化炉设置有辐射室与对流室,在高温,催化剂存在下进行烃类蒸气转化反应.重油部分氧化需在高温气化炉中进行.以固体燃料为原料时,可用间歇气化或连续气化制水煤气.间歇气化法以空气、蒸汽为气化剂,将吹风、制气阶段分开进行,连续气化以氧气、蒸汽为气化剂,过程连续进行. 甲醇生产中所使用的多种催化剂,如天然气与石脑油蒸气转化催化剂、甲醇合成催化剂都易受硫化物毒害而失去活性,必须将硫化物除净.气体脱硫方法可分为两类,一类是干法脱硫,一类是湿法脱硫.干法脱硫设备简单,但由于反应速率较慢,设备比较庞大.湿法脱硫可分为物理吸收法、化学吸收法与直接氧化法三类. 甲醇的合成是在高温、高压、催化剂存在下进行的,是典型的复合气-固相催化反应过程.随着甲醇合成催化剂技术的不断发展,目前总的趋势是由高压向低、中压发展. 粗甲醇中存在水分、高级醇、醚、酮等杂质,需要精制.精制过程包括精馏与化学处理.化学处理主要用碱破坏在精馏过程中难以分离
的杂质,并调节PH.精馏主要是除去易挥发组分,如二甲醚、以及难以挥发的组分,如乙醇高级醇、水等. 甲醇生产的总流程长,工艺复杂,根据不同原料与不同的净化方法可以演变为多种生产流程. 下面简述高压法、中压法、低压法三种方法及区别 高压法 高压工艺流程一般指的是使用锌铬催化剂,在 300—400℃,30MPa高温高压下合成甲醇的过程.自从1923年第一次用这种方法合成甲醇成功后,差不多有50年的时间,世界上合成甲醇生产都沿用这种方法,仅在设计上有某些细节不同,例如甲醇合成塔内移热的方法有冷管型连续换热式和冷激型多段换热式两大类,反应气体流动的方式有轴向和径向或者二者兼有的混合型式,有副产蒸汽和不副产蒸汽的流程等.近几年来,我国开发了25-27MPa压力下在铜基催化剂上合成甲醇的技术,出口气体中甲醇含量4%左右,反应温度230-290℃. 中压法 中压法是在低压法研究基础上进一步发展起来的,由于低压法操作压力低,导致设备体积相当庞大,不利于甲醇生产的大型化.因此发展了压力为10MPa左右的甲醇合成中压法.它能更有效地降低建厂费用和甲醇生产成本.例如ICI公司研究成功了51-2型铜基催化剂,
合成气生产甲醇工艺流程
编号：No.20课题：合成气生产甲醇工艺流程授课内容：合成气制甲醇工艺流程 知识目标： ●了解合成气制甲醇过程对原料的要求 ●掌握合成气制甲醇原则工艺流程 能力目标： ●分析和判断合成气组成对反应过程及产品的影响 ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 思考与练习： ●合成气制甲醇工艺流程有哪些部分构成？ ●对比高压法与低压法制甲醇的优缺点 ●合成气生产甲醇对原料有哪些要求？如何满足？ 授课班级： 授课时间：年月日
四、生产甲醇的工艺流程 （一）生产工序 合成气合成甲醇的生产过程，不论采用怎样的原料和技术路线，大致可以分为以下几个工序，见图5-1。 或氧、空气 图5-1 甲醇生产流程图 1．原料气的制备 合成甲醇，首先是制备原料氢和碳的氧化物。一般以含碳氢或含碳的资源如天然气、石油气、石脑油、重质油、煤和乙炔尾气等，用蒸汽转化或部分氧化加以转化，使其生成主要由氢、一氧化碳、二氧化碳组成的混合气体，甲醇合成气要求（H2－CO2）/（CO+CO2）=2.1左右。合成气中还含有未经转化的甲烷和少量氮，显然，甲烷和氮不参加甲醇合成反应，其含量越低越好，但这与制备原料气的方法有关；另外，根据原料不同，原料气中还可能含有少量有机和无机硫的化合物。 为了满足氢碳比例，如果原料气中氢碳不平衡，当氢多碳少时（如以甲烷为原料），则在制造原料气时，还要补碳，一般采用二氧化碳，与原料同时进入设备；反之，如果碳多，则在以后工序要脱去多余的碳（以CO2形式）。 2．净化 净化有两个方面： 一是脱除对甲醇合成催化剂有毒害作用的杂质，如含硫的化合物。原料气中硫的含量即使降至1ppm，对铜系催化剂也有明显的毒害作用，因而缩短其使用寿命，对锌系催化剂也有一定的毒害。经过脱硫，要求进入合成塔气体中的硫含量降至小于0.2ppm。脱硫的方法
甲醇精馏工艺流程
甲醇精馏工艺流程 由合成工序闪蒸槽来的粗甲醇在正常情况下直接进入本工序的粗甲醇预热器（E11101）预热至65C后进入预精馏塔（T11101）（在非正常情况下，粗甲醇来自甲醇罐区粗甲醇储槽，经粗甲醇泵加压后进粗甲醇预热器预热。粗甲醇预热器的热源来自常压塔再沸器出来的精甲 醇冷凝液温度。）预精馏塔（T11101）作用是除去溶解在粗甲醇中的气体和沸点低于甲醇的含氧有机物，以及C10以下的烷烃。预精馏塔顶部出来的甲醇蒸汽温度为73.6 C,压力为 0.0448MPa,塔顶出来进入预塔冷凝器I （E11103）,塔顶蒸汽中所含的大部分甲醇在第一冷 凝器中被冷凝下来，流入预塔回流槽（V11103）经预塔回流泵（P11102AE）打回流。未冷凝 的少部分甲醇蒸汽，低沸点的组分和不凝气进入塔顶冷凝器H （E11104）继续冷凝，冷凝液 可进入网流槽也可作为杂醇采出，不凝气经排放槽中的脱盐水吸收其中的甲醇后放空排放。用不凝气的排放量控制预精馏塔（T11101）塔顶压力，排放槽吸收液达到一定浓度后作为杂 醇送入杂醇储槽或返回粗甲醇储槽重新精馏。预塔再沸器（E11102）的热源采用0.5MPa的 低压饱和蒸汽。蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经冷凝水泵（P11110AE）送往动力站循 环使用。为中和粗甲醇中的少量有机酸，在配碱槽中加入定量固体NaOF配置碱溶液储存在 配碱槽（V11101）中。经碱液泵（P11101AE）进入扬碱器（V11110AB再进入预塔回流槽（V11103）经过预塔回流泵（P11102AE）沿预精馏塔（T11101）进料管线加入预塔，控制预塔塔釜溶液PH值为9 —10,预精馏塔（T11101）塔釜维持一定液位，塔釜甲醇溶液经加压塔进料泵 （P11103AE）加压后进入加压塔进料预热器（E11105）预热后的甲醇进入加压塔（T11102）进料口，塔顶出来的甲醇气体温度121 C压力约0.574MPa进过常压塔再沸器（E11107）将 甲醇冷凝下来，冷凝后的甲醇液进入加压塔回流槽（V11111）。回流槽中的甲醇一部分经加 压塔回流泵（P11104AE）后打回流入加压精馏塔（T11102）,其余部分经粗甲醇预热器（E11101）与粗甲醇换热降温后再经精甲醇冷却器（E11110）冷却作为产品送往精甲醇中间槽（V11106）。加压塔再沸器的热源采用0.5MPa饱和蒸汽，蒸汽冷凝液回冷凝液水槽（V11112）经P11110AB 冷凝水泵送往动力站循环使用。 常压塔部分：加压精馏塔（T11102）塔釜维持一定液位，甲醇溶液靠自压进入常压精馏 塔（T11103）进料口，从常压精馏塔（T11103）塔顶出来的甲醇蒸汽温度气体温度为66C, 压力为0.008MPa,经常压塔冷凝器（E11108）冷凝，冷凝下来的甲醇进入常压塔回流槽 （V11104）, 一部分经常压塔回流泵（P11105AE）打回流进入精馏塔（T11103），其余作为产品进入精甲醇冷却器（E11110）冷却到40C送往精甲醇中间槽（V11106）,另有一部分去预塔回流槽（V11103），常压精馏塔（T11103）中上部和下部设有侧线可采出杂醇。降低塔内高沸点物的富集浓度，杂醇经杂醇冷却器（E11109）冷却后送杂醇储槽（V11108）累计一定 量后又杂醇油泵（P11108）抽出卖掉或是去粗甲醇罐区和稀醇水槽（V11113）。从常压塔釜 排出的残液进残液罐（V11107）由残液泵P11107AB加压后去综合污水处理。在开车和事故状态下， 当采出的精甲醇不合格时，由副线改送到粗甲醇储槽重新精馏。
煤制甲醇工艺原理
第一章:甲醇生产工艺原理 第一节:甲醇得物理化学性质、用途 甲醇就是一种有机化学产品。16６1年英国化学家波义耳最早从干馏木材中发现了甲醇。所以也叫木醇。19２２年,德国BＡSF公司用化学方法合成了甲醇、１９23年建成年产3０0吨得甲醇生产装置。采用锌铬催化剂,在高压条件下生产甲醇,所以也叫高压法甲醇。到１966年,英国帝国化学工业(I。C.Ｉ)研究出了铜基催化剂,开发出了低压合成工艺,１971年,德国鲁奇公司(Ｌurgi)也开发出了低压合成甲醇工艺,以后,世界上甲醇生产工艺基本上采用低压合成工艺。 从1975年以后,世界上甲醇生产规模越来越大,甲醇装置单套生产能力达到20万吨／年,到90年代,单套生产能力达到60-80万吨/年,目前已达到10０万吨／年得水平、 1.甲醇得物理化学性质 在常态下,甲醇就是无色透明得液体,有轻微得酒香;有良好得溶解性,与水、乙醇互溶,在汽油中有较大得溶解度;易燃易爆;有毒性,人摄入20－３0ml,会导致失明;摄入50—60ml,会致死。 甲醇分子式:CH3OH,分子量:32 结构式: H H —C—OH H 沸点:64、4－64．８℃; 冰点:—97。68℃;比重0.７91; 爆炸极限:6、０%—36、5%;闪点:１6℃;
2。甲醇得主要用途、 甲醇得化学性质很活泼。可进行氧化、脂化、羰基化、胺化、脱水反应、甲醇就是一种重要得基本有机化工原料。就是碳一化学得基础、用甲醇可以生产上百种化工产品。典型得有:甲醛、聚甲醛、醋酸、甲胺、甲基叔丁基醚(MTBE)、甲基丙烯酸甲脂(MＭA)、聚乙烯醇、碳酸二甲脂、硫酸二甲脂、对苯二甲酸二甲脂(DMＴ)、二甲脂甲酰胺(ＤMF)、二甲醚、乙烯、丙烯及苯,等等。还就是一种重要得能源,可直接做燃料、做甲醇燃料电池、甲醇汽油、还可以分解制氢与一氧化碳。2０08年,全球甲醇产量达到4500万吨。我国甲醇产量1０00多万吨。 第二节:甲醇生产工艺原理 1、合成气得制造与生产甲醇得主要原料 合成气(含有ＣO、ＣO2、H2得气体)在一定压力(5—10MＰa)、温度２３0－2８0℃)与催化剂得条件下反应生成甲醇,合成反应如下: CO+2H2=ＣH3OＨ+Ｑ CO2+3H2=CH3OH+H2Ｏ＋Q 1.1生产甲醇得主要原料 含有CＯ、ＣO2、H2得气体叫合成气、能生产合成气得原料就就是生产甲醇得原料、主要有: Ａ.气体原料:天然气、油田伴生气、煤层气、炼厂气、焦炉气、高炉煤气; B.液体原料:石脑油、轻油、重油、渣油;
煤制甲醇的工艺流程
煤制甲醇的工艺流程 煤制甲醇工艺 气化 a）煤浆制备 由煤运系统送来的原料煤干基（<25mm）或焦送至煤贮斗，经称重给料机控制输送量送入棒磨机，加入一定量的水，物料在棒磨机中进行湿法磨煤。为了控制煤浆粘度及保持煤浆的稳定性加入添加剂，为了调整煤浆的PH值，加入碱液。出棒磨机的煤浆浓度约65%，排入磨煤机出口槽，经出口槽泵加压后送至气化工段煤浆槽。煤浆制备首先要将煤焦磨细，再制备成约65%的煤浆。磨煤采用湿法，可防止粉尘飞扬，环境好。用于煤浆气化的磨机现在有两种，棒磨机与球磨机；棒磨机与球磨机相比，棒磨机磨出的煤浆粒度均匀，筛下物少。煤浆制备能力需和气化炉相匹配，本项目拟选用三台棒磨机，单台磨机处理干煤量43～53t/h，可满足60万t/a甲醇的需要。 为了降低煤浆粘度，使煤浆具有良好的流动性，需加入添加剂，初步选择木质磺酸类添加剂。 煤浆气化需调整浆的PH值在6～8，可用稀氨水或碱液，稀氨水易挥发出氨，氨气对人体有害，污染空气，故本项目拟采用碱液调整煤浆的PH值，碱液初步采用42％的浓度。 为了节约水源，净化排出的含少量甲醇的废水及甲醇精馏废水均可作为磨浆水。 b）气化 在本工段，煤浆与氧进行部分氧化反应制得粗合成气。 煤浆由煤浆槽经煤浆加压泵加压后连同空分送来的高压氧通过烧咀进入气化炉，在气化炉中煤浆与氧发生如下主要反应： CmHnSr+m/2O2—→mCO+（n/2-r）H2+rH2S CO+H2O—→H2+CO2 反应在6.5MPa（G）、1350～1400℃下进行。 气化反应在气化炉反应段瞬间完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等气体。 离开气化炉反应段的热气体和熔渣进入激冷室水浴，被水淬冷后温度降低并被水蒸汽饱和后出气化炉；气体经文丘里洗涤器、碳洗塔洗涤除尘冷却后送至变换工段。 气化炉反应中生成的熔渣进入激冷室水浴后被分离出来，排入锁斗，定时排入渣池，由扒渣机捞出后装车外运。 气化炉及碳洗塔等排出的洗涤水（称为黑水）送往灰水处理。 c）灰水处理 本工段将气化来的黑水进行渣水分离，处理后的水循环使用。 从气化炉和碳洗塔排出的高温黑水分别进入各自的高压闪蒸器，经高压闪蒸浓缩后的黑水混合，经低压、两级真空闪蒸被浓缩后进入澄清槽，水中加入絮凝剂使其加速沉淀。澄清槽底部的细渣浆经泵抽出送往过滤机给料槽，经由过滤机给料泵加压后送至真空过滤机脱水，渣饼由汽车拉出厂外。 闪蒸出的高压气体经过灰水加热器回收热量之后，通过气液分离器分离掉冷凝液，然后进入变换工段汽提塔。 闪蒸出的低压气体直接送至洗涤塔给料槽，澄清槽上部清水溢流至灰水槽，由灰水泵分别送至洗涤塔给料槽、气化锁斗、磨煤水槽，少量灰水作为废水排往废水处理。 洗涤塔给料槽的水经给料泵加压后与高压闪蒸器排出的高温气体换热后送碳洗塔循环使用。 2）变换 在本工段将气体中的CO部分变换成H2。 本工段的化学反应为变换反应，以下列方程式表示： CO+H2O—→H2+CO2 由气化碳洗塔来的粗水煤气经气液分离器分离掉气体夹带的水分后，进入气体过滤器除去杂质，然后分成两股，一部分（约为54%）进入原料气预热器与变换气换热至305℃左右进入变换炉，与自身携带的水蒸汽在耐硫变换催化剂作用下进行变换反应，出变换炉的高温气体经蒸汽过热器与甲醇合成及变换副产的中压蒸汽换热、过热中压蒸汽，自身温度降低后在原料气预热器与进变换的粗水煤气换热，温度约335℃进入中压蒸汽发生器，副产4.0MPa蒸汽，温度降至270℃之后，进入低压蒸汽发生器温度降至180℃，然后进入脱盐水加热器、水冷却器最终冷却到40℃进入低温甲醇洗
甲醇生产工艺流程
甲醇生产工艺流程（10万吨/年工艺！化工二院设计） 本工程以焦炉煤气为原料，选用湿法加干法脱硫，纯氧催化部分氧化转化，低压合成，三塔精馏工艺。 工艺流程简述 湿法脱硫: 首先将来自焦化厂气柜加压站的粗脱硫煤气(H2S:200mg/Nm3)进入本工程脱硫塔，与塔顶喷淋下来的烤胶脱硫液逆流接触洗涤、补雾段除去雾滴后送至焦炉气压缩气柜。 焦炉气压缩： 将来自气柜H2S含量小于20mg/Nm3 、200mmH2O、温度40℃的焦炉气，到一入总油水分离器分离油水，到一段入口缓冲器减压缓冲，进入一段气缸加压至0.23MPa（绝），温度130℃，经一段出口缓冲器减压缓冲，进入一段水冷却器冷却至40℃，一段油水分离器分离油水后，进入二段入口缓冲器减压缓冲，经二段气缸加压至0.491 MPa（绝）温度130℃经二段出口缓冲器减压
缓冲，二段水冷却器冷却至40℃，二段油水分离器分离油水后，进入三段入口缓冲器减压缓冲，经三段气缸加压至11.10 MPa （绝），温度130℃经三段出口缓冲器减压缓冲，三段水冷却器冷却至40℃，三段油水分离器分离油水后，进入四段入口缓冲器减压缓冲，经四段气缸加压至2.5 MPa，温度130℃，经四段出口缓冲器减压缓冲，四段水冷却器冷却至40℃，四段油水分离器分离油水后，送精脱硫转化工段。 转化： 焦炉气来自压缩机的压力2.5MPa,温度40℃的焦炉气经过过滤器（F61201A/B）.过滤器分离掉油水与杂质。再经预脱硫槽脱除大部分无机硫后去转化工段焦炉气初预热器预热300℃、压力2.5 MPa。回精脱硫的一级加氢转化器，气体中的有机硫在此进行加氢转化生成无机硫；不饱和烃生成饱和烃。加氢后的气体进入中温脱硫槽（D61203ABC）脱除绝大部分的无机硫；之后再经过二级加氢转化器（D61205）将残余的有机硫进行转化；最后经过中温氧化锌（D61204AB）把关。使出口焦炉气中总硫<0.1pp m后送至转化工序。 精脱硫来的29196Nm3/h焦炉气总硫?0.1ppm和转化废热锅炉自产蒸气14.376t/h混合进入C60602焦炉气预热器〈壳程〉预热3
甲醇生产工艺
浅谈焦炉气中的CH4及不饱和烃转化及利 用 一、岗位任务： 将焦炉气中的CH4及不饱和烃在转化炉内与纯O2进行部分氧化及蒸汽转化反应,生成H2 、CO、CO2。通过纯O2和焦炉气蒸汽量的控制，调节好水碳比，控制CH4出口含量≤ 0.6%以满足合成甲醇生产的需要。 二、生产基本原理 2.1、甲烷转化为: 焦炉气部分氧化亦称自热转化，即在转化炉上部燃烧室内，焦炉气中的部分CH4、C n H m、H2与纯氧蒸汽中的氧进行燃烧，温度达1300-1500℃，放出大量的热，以供给甲烷转化所需热量，上部高温气体进入下部触媒层，焦炉气中CH4及烯烃、炔烃在镍触媒的作用下，与蒸汽进行转化反应，转化炉出口气体中CH4≤0.6%。 转化炉上部燃烧反应： CH4 + 2O2 = CO2 + 2H2O + Q H2+ 1/2O2 = H2O + Q 甲烷转化反应主要在触媒层进行，甲烷蒸汽转化反应为： CH4 + H2O = CO + 3H2 –Q CH4 + CO2 = 2CO + 2H2 - Q CnHm + nH2O = nCO + (m/2 + n>H2 -Q 2.2、氧化锌脱硫槽D60602，上层装KT407-1常温脱氯剂，以吸收无机氯
甲醇生产工艺参数确定
甲醇生产工艺参数确定 一，反应温度的确定 反应温度影响反应速率和选择性，每一反应都有一个最适宜的反应温度。生产中的操作温度是由多种因素决定，如催化剂的种类，工艺条件及使用的设备要求等，尤其是催化剂的活性温度。由于不同种类催化剂的活性温度不同，最适宜的反应温度也不同。锌-铬催化剂较适宜的操作温度区间为640—650K，铜基催化剂为500—540K。为了防止催化剂老化，延长催化剂的使用寿命，在催化剂使用初期，宜采用较低的反应温度，使用一段时间后在逐步提高反应温度至适宜的温度。反应中放出的热量必须及时移热，否则易使催化剂温度过高，使催化剂发生熔结现象而使催化剂活性下降。 二，反应压力的确定 一氧化碳加氢合成甲醇的主反应是体积缩小的反应，增加压力，有利于向正反应方向进行。提高反应压力，不仅可以减少反应器的尺寸和减少循环体积，而且还可以增加产物甲醇所占的比率。此外，增加反应压力，还可以提高甲醇合成反应的速率。但是随着压力的增加，能量的消耗与设备强度都随之增大。因此，工业生产中必须综合考虑各项因素来确定合理的反应压力。目前，大型工厂都倾向于采用15.2MPa左右的压力，中小型工厂采用5MPa的压力，这样投资和操作费用都较省。 三，原料气的组成确定 合称甲醇的主反应式中原料气H2 和CO的计量比为2：1。生产中CO不能过量，以免引起生成的羰基铁聚于催化剂表面，从而使催化剂失去活性。氢气过量对生产是有利的，过量的氢一方面可以起到稀释物料的作用，可防止或减少副反应的发生。另一方面又可带出反应热，有利于防止局部过热和控制整个催化剂床层的温度，从而延长催化剂的使用寿命。原料气中H2 和CO的比例对一氧化碳的转化率有很大影响，增加氢的浓度，可提高CO的转化率，但是过高的H2 ∕CO会降低设备的生产能力。工业生产上采用不同催化剂，H2 ∕CO 值也不同，采用铜基催化剂时，H2 ∕CO为2.2—3.0。采用锌--铬体系作催化剂时，H2 ∕CO为4.5左右。
各种生产甲醇方法的计算
各种生产甲醇方法的计 算 标准化管理处编码[BBX968T-XBB8968-NNJ668-MM9N]
各种生产甲醇方法的计算 近20年来，甲醇生产发展很快，技术不断提高，生产规模逐年扩大，生产工艺逐步成熟，各项技术指标不断完善，近10多年来，世界合成甲醇技术有了很大的发展，其趋势为原料路线多样化、生产规模大型化、合成催化剂高效化、气体净化精细化、过程控制自动化以及联合生产普遍化。从而使合成技术更加优化。 一、天然气生产甲醇单耗及成本 天然气生产甲醇单耗及成本
天然气制甲醇成本估算公式 天然气制甲醇成本估算公式： 甲醇工厂成本=天然气单价*1000+300 比如天然气单价元甲醇工厂成本为1300元 另外，还要看是否用天然气自备电厂发电，有自备电厂的，甲醇单耗中，每吨甲醇多消耗天然气300~400方。天然气便宜的时候，天然气制甲醇厂都有自备电厂，吐哈油田甲醇厂的自备电厂是后面为降低成本扩建的。 以天然气生产甲醇的成本主要取决于天然气的价格（同时也与天然气的成分及采用工艺关）：
每立方米天然气在元时甲醇成本在1500元左右。每立方米天然气在元时甲醇成本在1800元左右。每立方米天然气在元时甲醇成本在2000元左右。 二、煤生产甲醇单耗及成本 煤生产甲醇单耗及成本 表2-1 煤生产甲醇单耗及成本
以煤制甲醇，原料（原料煤、燃料煤）及动力的成本一般占到甲醇总成本的80%以上，其中原料煤约占60%。先进气化工艺（水煤浆，SHELL尚未有投运的业绩）目前的甲醇生产成本在1600元/吨左右（煤价480元/吨。以无烟煤的原料生产甲醇（主要是联醇），目前的甲生产成本在2000元/吨以上（煤价700元/吨）。 20万吨/年煤制甲醇综合技术经济指标 表2-2 某公司20万吨/年煤制甲醇综合技术经济指标
甲醇合成的工艺流程
甲醇合成的工艺流程： 水煤浆经新型气化炉加压气化制取的水煤气，经净化处理制得总硫含量小于0.1 ppm，氢碳比(H2-CO2)/(CO+CO2) =2.05~2.15的合格合成气。经透平压缩机压缩段5级叶轮加压后，在缸内与甲醇分离器来的循环气（40℃，4.6Mpa）按一定比例混合，经过循环段1级叶轮加压至5.20Mpa后，送入缓冲槽中，获得压力为5.15MPa，温度约为60℃的入塔气。入塔气以每小时528903Nm3的流量进入入塔预热器的壳程，被来自合成塔反应后的出塔热气体加热到225℃后，进入合成塔顶部。 合成塔为立式绝热管壳型反应器。管内装有NC306型低压合成甲醇催化剂。当合成气进入催化剂床层后，在5.10MPa，220~260℃下CO、CO2与H2反应生成甲醇和水，同时还有微量的其它有机杂质生成。合成甲醇的两个反应都是强放热反应，反应释放出的热大部分由合成塔壳侧的沸腾水带走。通过控制汽包压力来控制催化剂层温度及合成塔出口温度。从合成塔出来的热反应气体进入入塔预热器的管程与入塔合成气逆流换热，被冷却到90℃左右，此时有一部分甲醇被冷凝成液体。该气液混合物再经水冷器进一步冷凝，冷却到≤40℃，再进入甲醇分离器分离出粗甲醇。 分离出粗甲醇后的气体，压力约为4.60MPa，温度约为40℃，返回循环段，经加压后循环使用系统。为了防止合成系统中惰性的积累，要连续从系统中排放少量的循环气体：一部分直接排放至精馏工段，另一部分经水洗塔洗涤甲醇后作为弛放气体送往燃气发电管网，整个合成系统的压力由弛放气排放调节阀来控制。 分离出的粗甲醇和水洗塔塔底排出粗甲醇液体，减压至0.4MPa后，进入甲醇膨胀槽，以除去溶解在粗甲醇中大部分气体，然后直接送往甲醇工段或粗甲醇贮槽。 汽包与甲醇合成塔壳侧由二根下水管和六根汽液上升管连接形成一自然循环锅炉，付产4.0MPa中压蒸汽减压至1.3MPa后送入蒸汽管网。汽包用的锅炉给水来自锅炉给水总管，温度为104℃，压力为5.0MPa。来自压缩机的新鲜气，经新鲜气油分与经过循环机油分的循环气在管道中混合，混合后去热交（走管间），与来自废锅的热气（走管内）进行换热，温升140—160℃后分四股气流，主气流分两股分别进入两层间换器，换热温升200℃左右从塔顶进入合成塔进行反应。另两股气流作为冷激气（冷激气既可以独立使用140～160℃的热气也可以独立使用～25℃进热交换热前的冷气或根据工艺要求使用二者的混合气。），分别进入合成塔一，二段，作调温用。反应至240～270℃出合成塔进入废热锅炉回收余热，副产中压蒸气外供。出废锅气体190℃分两股，一股去热交，另一股去软水加热器。从热交和软水加热器出来气体再混合约80℃左右进入并联三个水冷, 冷却至约40℃，去醇分离器分离出粗甲醇产品，粗甲醇进入粗甲醇贮槽解压,闪蒸气去燃气系统。而合成气一小部分放空回收利用，主气流仍进循环机加压,加压后经过循环机油分与新鲜气混合进行下一个循 液相甲醇合成工艺具有技术和经济上的双重优势，在不久的将来会与气相合成工艺在工业上竞争。CO2加氢合成甲醇、甲烷直接合成甲醇是甲醇工业的热点开发技术。近年来，气-液合成法已引起人们的关注，由于甲醇合成为放热反应，从热力学上看，低温有利反应进行，若能找到一种低温下活性很高的催化剂，同时又能及时移走反应热，就能大幅度地提高CO的单程转化率。低温低压催化剂中金属盐乙酸镍、乙酸钯、乙酸钴以及钌、铼等已引起各界的关注，是合成甲醇研究的新热点。 (1)山西丰喜肥业公司临绮分公司的双甲工艺值得借鉴，他们采用原料气中CO、CO2和H2在催化剂和一定温度条件下生成粗甲醇。此工艺类似于合成氨工艺中的联醇生产，但对醇后气指标要求高，不像联醇生产中醇后气的高低，可靠增减铜液循环量来控制。因此要求醇塔的设计要有更高的转化效率和更好的热利用率，设计的醇塔比较大，生产负荷不强，能做到一次开车4~5年不用检修。 (2)传统的甲醇工艺是CO和H2在250-350℃和5-15 MPa下，借助Cu-Zn-Al催化剂气相反应制取，单程转化率仅15%~20% ，需采用产品气体循环，或采用串联反应器以提高产率，并需要采用大的压缩机。近年来，人们一直在着手研究替代均相催化剂用于液相合成甲酶的路线，但在工业上一直没有成功。不久前日本东京科技研究所开发了固相新催化剂，可在液相反应中一次性高转化率生产甲醇。专用催化剂由热稳定的阴离子交换树脂(具有甲氧基功能基团)与铜催化剂组合，反应时，H2和CO在约100-150℃和5 Ma 下通过多相催化剂的甲醇淤浆，CO与甲醇反应生成中间产物甲酸甲酯，它再与H2催化转化成2个甲醇分子，单程转化率可达70%。据称，增加催化剂的Cu成分在100~150℃'和5MPa下，一次性转化率可达98%。不过该成果仍处于基础研究阶段，但新催化剂是减少甲醇合成费用和复杂性的有发展前途的方法。这种催