1、1以煤为原料的甲醇装置设计方案与运行情况介绍刘志臣山东联盟化工股份有限公司摘 要：文章总结了山东联盟化工股份有限公司联醇和单醇生产运行情况，重点介绍了 10 万吨/年单醇系统的主要工段工艺方案的选择和鲁奇低压甲醇合成技术特点，并对系统存在的问题进行了分析和探讨。前言以无烟煤为原料的中、小氮肥企业，有许多厂实现了联醇生产，在增加了甲醇这种产品的同时，对合成氨生产来说，明显地改善了变换、脱碳、精炼等气体净化工序的工艺条件。当实现联醇之后，由于变换工段可放宽变换气 CO 结果（视甲醇产量而定）和入精炼工段 CO、CO 2的降低，使合成氨生产电耗下降 50kwh/tNH3，蒸汽用量减少 100kg/t
2、NH3以上，精炼自用氨和副产氨水量减少，生产成本降低，变换、脱碳、精炼的操作更加容易。有条件的厂甚至实现了热、电、醇、氨四联产，使煤资源得到更充分利用。当然，对不同的生产厂而言，联醇的作用也不同，有的厂把联醇作为一种气体净化手段；而有的厂靠加大醇氨比，以多产甲醇为目的；多数厂则根据甲醇市场价格的起浮波动来调整醇氨比，以获得最佳的综合经济效益。近年来，随着甲醇市场的好转，中、小氮肥企业甲醇搞得红红火火，大有“星罗棋布、遍地开花“之势头。据悉，我国精甲醇生产企业有 100 多家，发展势头之猛是前所未有的。从生产规模来看，联醇生产企业其甲醇产量一般较小，多数生产能力在 5 万吨/年以下。随着低压甲醇
3、生产技术的日臻成熟，国内不少厂正在兴建 10 万吨/年、20 万吨/年甚至 50 万吨/年单醇装置。根据考察和研究，我们认为建设单醇装置最好与合成氨装置联合，以便将甲醇放空气、造气富氮气得到充分回收和利用，并且一些公用设施也可互相补充，使企业获得最佳效益。山东联盟化工股份有限公司原有合成氨生产能力 30 万吨/年，联醇生产能力 5 万吨/年,又在 2004 年 11 月建成投产一套 10 万吨/年单醇装置，将总氨醇能力提高到 45 万吨/年。在新建单醇的方案确定中，我们遵循多联产发展的原则，充分考虑了与原有合成氨和联醇装置的配套及公用工程的合理利用，达到减少投资、合理配套、节能降耗、安全环保之
4、目的。现对我厂单、联醇装置建设及生产技术进行简单介绍，借此抛砖引玉。1 合成氨及联醇概况1.1 合成氨系统原有 20 台 2610UGI 造气炉，2 套 7500 吹风气回收装置，副产 3.82MPa 中压蒸汽驱动 1 台3000kw 汽轮发电机组；采用栲胶加 888 法脱硫，4000 和 6000 双脱硫系统并联运行；变换为中低低流程，共 3 套系统，中变炉分别为 3800、4500、4500；精炼为两套系统，每套系统均为 1200 铜洗塔；合成系统有三套，其中两套为 1200 系统，另一套为 1000 合成系统。1.2 5 万吨/年联醇系统联醇为两套 1200 甲醇系统并联运行，甲醇合成塔
5、均采用浙江衢州新前程等温型内件，两套甲醇塔分别装有温州龙湾 fxc-102 型和南化催化剂厂 C207 型中压甲醇催化剂，精馏装置采用三塔流程，预塔、加压塔、常压塔分别为 1200、1400、1600,三塔均装有无锡雪浪产规整填料。经过多年改造，精馏工段年生产能力达到 6 万吨，蒸汽消耗从开始的 1500kg/t 醇下降到 950kg/t醇左右。21.3 联醇装置主要运行参数和产品质量原有醇氨系统，日产合成氨 870 吨，日产粗甲醇 207 吨，日产精甲醇 180 吨，醇氨比0.24:1。甲醇系统补充气中 CO、CO 2含量分别为 4.5%和 1.4%，甲醇循环气中 CO、CO 2分别为 3.
6、9%和 0.9%，甲醇后气体中 CO、CO 2分别为 1.0%和 0.23%，甲醇系统入口压力 13.75MPa，甲醇塔压差1.3MPa，精馏装置加工精醇能力 7.5t/h，加压塔操作压力 0.45 MPa，蒸汽消耗 950kg/t 醇。产品质量：色度（铂钴号）5 ， 密度：0.791g/cm 3， 沸程：64.60.5 ，高锰酸钾试验 65min ， 水分 0.03% ， 酸度 0.0003% ， 产品优级品率 97%，由于产品质量好，深受用户欢迎。210 万吨单醇系统工艺方案介绍2.1 总体思路如果以无烟煤为原料单独上一套孤立的 10 万吨/年单醇装置，由于受无烟煤固定床间歇气化制气工艺的
7、限制，很难做到气化所得 N2气很低的水煤气。对合成氨生产来说，N 2气是制氨的原料，而对甲醇生产而言，N 2气则是惰性气体。N 2气越高，甲醇合成气有效成分越低，甲醇效率越低，势必造成合成放空气量加大。假若是孤立的单醇系统，这部分放空气只能放掉或烧掉，其结果必然是煤耗高、电耗高、生产成本高。除 N2气外，原料气中 CH4和 Ar 气也是惰性气，它们在水煤气中含量越低越好。因此，在方案的选择上，最佳方案为甲醇系统和合成氨系统联合，将制气中的富氮气和甲醇合成气中的放空气均回收到合成氨系统中产氨，而优质的水煤气送甲醇系统产醇。根据我厂合成氨、联醇系统生产能力的实际状况，醇约占氨的 24%，醇氨比并不
8、太高，如果回收 10 万吨/年单醇中的富氮煤气和放空气到合成氨系统，会对氨合成的氢氮比产生一定的影响，但经计算，影响不很大，只要对合成氨系统制气回收阶段的 N2气回收时间加以调整，完全可维持正常的合成氨生产。2.2 制气工艺的选择根据甲醇生成的化学方程式 CO+2H2=CH3OH+102.5kJ/mol，理论上生产甲醇所耗原料气的关系式可表示为：(H 2-CO2)/(CO+CO2)=2,若忽略去 CO2的影响，则上式可简化为 H2/CO=2,由甲醇反应方程式和生产甲醇所耗原料关系式可知，甲醇合成的有效气体成份为 H2气和 CO 气，生产 1 吨甲醇，至少耗 H2气 1400Nm3,耗 CO 气
9、 700 Nm3。目前，以无烟煤为原料的合成氨厂，多数采用 UGI 炉制气，合成氨生产所制取的半水煤气成分应符合(H 2+CO)/N2=2.83.0 的要求。如果仍采用 UGI 气化炉做为甲醇生产的气化设备，那么制气工艺必须改变，不能采用制半水煤气工艺，只能采用制水煤气工艺，而且制得的水煤气成分经 CO 变换，CO 2脱碳和脱硫之后，应满足(H 2-CO2)/(CO+CO2)=22.15 的要求，这就给制气工艺提出了不同于合成氨生产制气的新课题，关于原料气的制备和如何降低惰性组份在后面详叙。根据选定的原料路线，结合合成氨生产的经验拟采用以煤为原料的 UGI 气化工艺。2.3 CO 变换工艺的选
10、择一旦制气工艺确定，那么水煤气的成份基本上就可以确定，以煤为原料，利用 UGI 炉气化所得水煤气基本成份见后面表 1。从水煤气的组成和甲醇生产所需要的 H2/CO=2 的要求不难看出，甲醇生产要求的 CO 变换为浅度变换，换言之，CO 只需变换掉 10%左右即可。由此可见，甲醇生产的 CO 变换系统与合成氨生产的 CO 变换系统相比，不仅可简化流程，而且蒸汽消耗是很低的，或者说 CO 变换要求的汽/气比很小。以煤为原料的中、小氮肥厂采用的 CO 变换工艺大致有三种：a、中串低变换工艺；b、中低低3变换工艺；c、全低变变换工艺。仅对 CO 浅变换而言，三种工艺均能完成任务，但考虑到低汽/气比的特
11、殊情况下，Fe-Cr 系中变催化剂易发生费托反应，使 CO 和 H2反应生成烃类，主要机理是：a、析碳反应 COCO 2+C；b、费托反应 CO+H2CH 4、C 2H2、C 2H6、C 3H8。若采用中串低或中低低流程（即有中变 Fe-Cr 系中变催化剂）时，在低汽/气比条件下难免发生不希望的费托反应。若用 Fe-Cr 系中变催化剂，在这样的工艺条件下，不仅会破坏中变催化剂的晶间结构，使其强度降低，活性下降，而且因烃类物质的生成会影响到精炼、合成等后工序的生产。所以，在单醇所需的生产条件下采用全低变工艺为宜，因为既可保证不发生费托反应，又能降低 CO 变换的蒸汽消耗（全低变的 CO 变换率很
12、高） 。但采用全低变工艺也有它的的缺点，那就是为防止低变催化剂反硫化，全低变工艺要求进变换工段总硫要适当高些（一般情况下硫化氢要50mg/m 3） ，再加上经变换后有机硫转化为无机硫（钴钼低变催化剂转化率约 98%） ，变换后的 H2S 含量在 100-170mg/m3，使变换气脱硫的负荷略重些。据此，笔者认为单醇变换工艺采用全低变是非常合适的，无论是防止费托反应方面，还是降低蒸汽消耗方面都是有利的。因此，我们确定选用全低变工艺，而且综合考虑选择变换压力为 2.10MPa。变换压力的选定是充分考虑了后面脱碳工段而确定的。提高压力对脱碳有利，变换和脱碳在相同压力时不仅能简化压缩工段流程，而且节省
13、压缩功耗。从 CO 变换反应式 CO+H2O=CO2+H2Q 来看，变换反应是等体积反应，也就是说，2 分子反应物生成 2 分子生成物，压力对 CO 变换反应的化学平衡无作用，但压力的升高，会使反应物和生产物体积减少，这样可以减小设备体积,节省设备投资，同时要增大设备耐压能力，而且还会带来因压力升高使设备腐蚀加剧的问题。此问题如何解决？实践经验告诉我们，腐蚀对变换造成最大危害的设备是饱和热水塔。因为此设备正处于酸性气体条件下水的饱和状态，也即最易出现酸性腐蚀的状态，而且随压力的增加而加剧。怎么办？a、饱和热水塔用不锈钢材质，这样会使设备投资加大；b、去掉饱和热水塔。因为饱和热水塔的作用是回收变
14、换气余热，提高饱和塔煤气出口温度和汽/气比，而单醇生产并不需要 CO 深度变换，要求的汽/气比较低，何必因增设饱和热水塔而增加腐蚀带来麻烦呢？所以，我们选用了无饱和热水塔全低变流程。2.4 CO2的脱除方案从甲醇的反应 CO+2H2=CH3OH+Q 和 CO2+3H2=CH3OH+H2O+Q 可知，不仅 CO 与 H2反应生产甲醇，CO 2也会参与和 H2的反应生产甲醇，同时生成水。水的生成对甲醇生产来说，既消耗了有效气体 H2,又会使产生的 H2O 在粗醇中，粗醇在精馏时要除去这部分水需消耗一定量的蒸汽。因此，仅对生产甲醇而言，应尽量促使 CO 和 H2反应而减少 CO2和 H2反应，但实际
15、生产中不可能做到进甲醇系统的CO2含量为零，而且 CO2含量过低也对甲醇生产不利，所以，进甲醇系统 CO2一般控制在 0.50.8%范围内。单从控制脱碳后 CO2结果来说，是容易做到的。从目前的脱碳方法可知，PC 法、PSA 法以及NHD 法等都可以满足工艺要求。但各种方法均有优缺点：a、NHD 法：脱碳效率高，可做到脱碳后 CO20.2%，这样低的 CO2对合成氨生产系统来说当然求之不得，但对生产甲醇来说，脱碳后 CO2含量要求并不是那样苛刻，况且 NHD 法电耗在这三种方法中是最高的。b、PSA 法：PSA 法近年来其技术发展很快，主要优点是电耗特别低，据称，在甲醇生产系统的脱碳电耗可做到
16、 30kwh/t 醇以下，从这一点来看十分诱人，现在所商讨的：一是该法投资相对较大，二是 CO 和 H2损失较大（当然现在正在改进，相信今后会有很大改观） 。总之，PSA 脱碳不失为目前的 CO2脱碳之良法。4c、碳酸丙烯酯法（PC 法）：此法很成熟，而且被多数厂所采用。碳丙脱碳法效率较高（尤其是山东省化工规划设计院的方案） 、电耗相对较低（对合成氨配尿素系统，脱碳可做到 CO20.3%；对单醇生产中 CO2要求控制 0.5%0.8%时，电耗可做到50kwh/t 醇）,因此，此法电耗相对较低，投资小，运行较稳定，也是理想的选择。所以，我们仍选择了碳丙脱碳法，系统压力为 2.10MPa。2.5
17、原料气脱硫方案脱硫问题对小氮肥厂来说应算为老问题，但是，有些厂在这个问题上重视不足。由于过去小氮肥企业对脱硫把关不严，因而造成了恶劣的后果：设备腐蚀、碳铵发黑、脱碳填料因析硫而堵塞、铜洗发生 CuS 沉淀、铜洗带液、合成催化剂使用周期短等一系列问题，可以说是饱经风霜。随着小氮肥企业生产能力的扩大，管理水平的提高，特别是采用联醇工艺以及精脱硫技术的出现，小氮肥厂的脱硫水平有了质的变化。脱硫的任务，主要是脱除原料气中的无机硫和有机硫，一般要经过半脱（即水煤气脱硫） 、变换和水解（使有机硫转化） 、变脱（即变换气脱硫）和精脱（主要是对变脱后残余的 H2S 和有机硫的脱除） 。2.5.1 半脱变换之前
18、，对 H2S 的脱除要求较低，尤其是采用全低变工艺，其总硫不能过低（其中 H2S 一般控制在 50-100mg/m3） ，否则，将导致低变催化剂反硫化。因此，变换采用全低变工艺时，半脱可采用常规的栲胶法，也可在栲胶脱硫液中加入酞菁钴脱硫剂以便脱除 30%左右的有机硫，我厂选定栲胶加 888 法。2.5.2 变脱水煤气经变换之后大约有 98%左右有机硫转化为无机硫（即 H2S） ，再经有机硫水解后，有机硫几乎全部转化为无机硫，因此，变换后气体中 H2S 会升高，一般变换后 H2S 含量在 100170mg/m 3或更高一些（因水煤气中有机硫含量高低而异） 。这样高的 H2S 单靠干法脱硫（活性炭
19、或氧化铁法）是不合算的，因此，目前多采用湿法脱硫，如 PDS 法、栲胶法、DDS 法等。我厂采用了栲胶加 TS-911 法。2.5.3 有机硫转换和精脱前已述及，经钴钼催化剂 CO 变换之后约有 98%有机硫转化为无机硫，但少量的有机硫（主要是 COS，其次是 CS2）的存在仍对铜系列甲醇催化剂构成很大威胁。因此，气体进甲醇催化剂之前，必须将总硫彻底清除，而且越低越好。所以，要对变换之后未转化为 H2S 的有机硫进行转化，即：应在变换工段设置水解炉，将有机硫进一步转化为 H2S。水解炉设在变换炉后，置于变换流程内，其目的是把变换热交后温度为 160170的变换气直接进水解炉而不需另外加热，节省
20、能源消耗。原料气在进甲醇塔之前，要设置精脱硫装置，使精脱后原料气的总硫0.1ppm，保护甲醇催化剂免遭毒害。由此可见，脱硫效果好坏，在很大程度上决定了甲醇催化剂的使用寿命。2.6 甲醇的合成方案选择我们厂 10 万吨/年单醇工艺的选择原则是：工艺先进、成熟可靠、节约能源。首先要确定甲醇合成的压力等级，粗甲醇合成压力等级有三个选择方案：a、高压法甲醇，合成压力 30.0MPa 左右。早期甲醇生产，由于催化剂活性较差，为提高甲醇转化率，不得不选择高压法。但此法电耗较高，故现在较少采用，个别厂为了利用闲置的氨合成设备而选用了高压工艺。b、中压法甲醇，甲醇合成压力在 13.0MPa 左右，此法由低压法
21、发展来的。因为低压法大型化装置的设备庞大，投资很大，所以，大型化甲醇生产装置采用中压法较好，而小氮肥厂多采用中压5法联醇生产。c、低压法甲醇，一般甲醇合成的操作压力为 5.08.0MPa。自从开发出低压甲醇合成催化剂后，低压合成技术得到了快速发展。由于低压下合成甲醇工艺其电耗明显低，在国外早已应用，如 ICI合成塔、Lurgi 列管等温合成塔、Casale 轴径向合成塔、Linde 合成塔、Topse 径向合成塔以及MRF 合成塔等，在国内低压甲醇技术也已成熟。通过比较，我们认为选择 Lurgi 低压合成粗甲醇技术比较好，其操作压力为 5.0MPa，Lurgi 工艺的优点是电耗低、工艺稳定、操
22、作方便。在 Lurgi 列管等温合成塔的催化剂选择上，目前国内较好的生产厂家有两个：南化研究院的NC307 和西南化工研究院的 XNC -98,应该说这两家生产的催化剂都很好，都有很多用户。我们选择了 Lurgi 工艺和南化研究院的 NC307 催化剂。2.7.甲醇精馏的方案选择甲醇精馏有两个方案可供选择，各有利弊。a、双塔精馏工艺；b、三塔精馏工艺。双塔精馏工艺，即一个预蒸馏塔和一个主蒸馏塔。它的优点是流程简单，投资少，操作容易。缺点是节能效果较差，蒸汽消耗一般大于 1500kg/t 醇，设计能力在 5 万吨/年以下的厂可选用双塔精馏。三塔流程与双塔流程主要区别是三塔流程采用双主蒸馏塔，另外
23、加一个常压塔。双主蒸馏塔又分为预塔和主塔（操作压力 0.45 MPa） 。它的缺点是流程复杂，操作较难，投资高出双塔流程 30%左右。但三塔流程最大的优点是节能，蒸汽消耗可降到 10001200 kg/t 醇，经优化后的三塔工艺可做到 900 kg/t 醇。我们在联醇的精馏上采用了三塔精馏工艺，有成功的经验可以借鉴。所以在10 万吨/年单醇装置上我们仍选择三塔精馏工艺。造气、脱硫、变换、脱碳、甲醇合成及粗甲醇精馏工艺确定后，剩余的压缩、水、电、汽供应都属常规设计，不再详述。从整体上看，我厂的 10 万吨/年单醇和原合成氨联醇系统构成一个既联醇又联氨的大的系统，联醇对氨合成系统来说是一个串联在氨
24、系统内的小工段，而单醇对氨合成系统来说又可看作一个并联在氨系统之内的大工段，因为甲醇系统两头的气，即造气富氮气和合成放空气都去氨合成系统了，如同并联在合成氨系统一样。全系统氨醇的工艺流程方框图见图 1. 图 13. 10 万吨/年单醇装置的主要设备 3.1 制气工段造气 脱硫 变换变脱 脱碳 联醇造气 脱硫 变换水解变脱 脱碳 甲醇合成成精馏氨合成CH3OHNH3铜洗合成放空气气富氮气CH3OH精馏6UGI 固定床间歇制气工艺，其中：造气炉 2610 15 台；废热锅炉 F= 500m2 15 台，旋风除尘器 1200 15 台，洗气塔 3200 5 台；C500 风机 6 台。3.2 吹风气
25、回收工段采用上燃式燃烧炉，3.82MPa 水管锅炉。其中：燃烧炉 7500 1 台，水管锅炉 30t/h 1台，3000kw 背压式汽轮发电机组 1 套。3.3 半脱采用栲胶加 888 法，其中：5000 脱硫塔 1 台。3.4 变换采用全低变工艺，不设饱和热水塔，设水解炉，系统压力 2.10MPa。其中：变换炉 3200 1台，水解炉 2600 1 台。3.5 变脱采用栲胶加 888 工艺，其中：变脱塔 3200 1 台，操作压力 2.10MPa。3.6 脱碳采用 2.1Mpa PC 法脱碳。其中：脱碳塔 3000 1 台，常解再生塔 4000 1 台，脱碳泵Q= 600 m3/h 3 台，
26、其中 1 台带涡轮机。3.7 压缩配备 4M32 型压缩机 4 台，每台打气量 180 m3/min。3.8 合成采用 5.0MPa 低压甲醇合成工艺。其中：3000Lurgi 炉 1 台，F=1660 m 2换热器 1 台，甲醇循环机 Q=46 m3/min 3 台。3.9 精馏采用三塔精馏工艺。其中：预塔 1400 1 台，加压塔 1800 1 台，常压塔 2000 1 台。4. 原料气制备及降低惰性组份的措施从制气工艺流程上看，配甲醇的造气装置与配合成氨的基本一样，所不同的是多设一个煤总阀，两个煤总其中一个控制气体去甲醇系统，另一个控制去合成氨系统。为保证气体质量，在管线及阀门的安装上有
27、一定的讲究：吹风阀尽量靠近上、下行煤气管线，上行煤气阀最好设在造气炉上面除尘器之前，除尘器的容积在保证除尘效果的前提下，不要做的过大，以免各阶段交换时在此设备内积聚过多的富氮煤气到甲醇系统中。甲醇制气工艺和合成氨制气工艺在操作上是不一样的，合成氨生产是用半水煤气，而甲醇生产用的是水煤气。为了尽量降低去甲醇系统的水煤气中的 N2气，操作上主要措施是：a、制气过程中不要回收阶段，比制取半水煤气少一个阶段。b、上吹的前 12 秒富氮气去合成氨系统，不去甲醇系统。c、二次上吹的前 10 秒所制的富氮气去合成氨系统，不去甲醇系统。d、吹净过程产的煤气也去合成氨系统。我厂 10 万吨/年甲醇系统造气所产的
28、煤气成份如下：表 1成份名称 CO% CO2% H2% N2% O2% (CH4+Ar)%富氮气 29.1 7.5 35.7 25.9 0.5 1.37水煤气 36.2 5.6 55.8 0.7 0.3 1.45. 甲醇合成及精馏工艺对于三塔精馏工艺，笔者以前曾发表过论文，见氮肥技改2005 年第 6 期和小氮肥2004 年第 1 期，这里就不多占笔墨了。可能大家比较关心的是粗甲醇的合成。下面对合成系统作较为详细的介绍：5.1 粗甲醇合成工艺流程甲醇合成的工艺流程见图 2。该流程是联邦德国鲁奇（Lurgi）公司开发的低压甲醇合成工艺。来自压缩机四段（压力 4.87MPa）的新鲜补充气和循环机来
29、的循环气混合后进入中间换热器，温度从 43加热到 202后进入 Lurgi 炉。Lurgi 炉为管壳式反应器，催化剂装在管内，反应热由管间的沸腾水带走，在汽包内副产 2.65MPa 饱和蒸汽。反应后的出塔气温度 235，经中间换热器降到79，然后进冷却器冷却至 29到醇分分离掉甲醇，分离所得的粗甲醇去粗醇槽。出醇分的气体分两路，一路去循环机加压后进中间换热器进行下一循环反应，另一路经洗涤塔洗涤后去合成氨系统副产氨。洗涤塔的稀醇水去精馏作为萃取水。低压甲醇工艺流程图见图 2。 放 空 气 去 合 成 氨 系 统洗涤塔 稀 醇 水 去 精 馏醇分软 水2.65蒸 汽甲 醇 循 环 机 合 成 塔蒸
30、 汽冷 却 器中 间 换 热 器压 缩 来 补 充 气 汽 包 软 水图 25.2 Lurgi 低压合成塔介绍Lurgi 合成塔既是反应器又是废热锅炉，结构简图见图 3。8 气 体 出 口锅 炉 给 水 入 口升 温 还 原 时 蒸 汽 口蒸 汽 蒸 汽气 体 入 口人 孔 卸 料 口图 3合成塔内部类似 于一般的列管换热器，管内装催化剂，管外为沸腾水。甲醇合成反应放出的热很快被沸腾水移走。合成塔壳程的锅炉给水是自然循环的，这样通过控制沸腾水上的蒸汽压力，可保持恒定的反应温度，变化 0.1MPa，相当于 1.5，温度控制十分方便。该塔的主要特点是采用了管束式，这种合成塔温度几乎是恒定的，温度恒
31、定的好处一是有效地抑制了副反应；二是催化剂寿命长。由于温度的稳定，使得操作条件变换时仍能安全运行，不会损害催化剂。6. 10 万吨/年单醇主要操作数据、消耗、成本情况6.1 甲醇合成岗位运行数据6.1.1 补充新鲜气、合成入塔气及驰放气成份见表 2。表 2成分 V%名称CO2 O2 CO H2 N2 CH4+Ar H/C补充气 3.4 0.2 26.0 65.8 3.1 1.5 2.12入塔气 3.1 9.6 65.2 14.4 7.7 4.89驰放气 2.9 7.1 66.5 14.5 9.06.1.2 操作压力及温度及气体流量补充新鲜气压力 4.89MPa循环机入口压力 4.48 MPa循
32、环机出口压力 4.85 MPa合成塔入口压力 4.75 MPa合成塔出口压力 4.64 MPa汽包压力 2.65 MPa驰放气压力 1.67 MPa混合器出口温度 43合成塔入口温度 202合成塔出口温度 235.69水冷器入口温度 80水冷器出口温度 27补充新鲜气流量 3.83104Nm3循环气流量 22.8104Nm3驰放气流量 0.57104Nm3中压蒸汽流量 13.0t/h6.2 产量、消耗及成本日均生产精甲醇 338 吨吨醇耗原料煤（入炉实物）1409kg吨醇耗电 1029kw吨精醇蒸汽消耗 1200kg吨醇成本 1652 元（未含税）7. 存在的问题探讨及体会7.1 存在的问题探
33、讨我厂 10 万吨/年单醇系统于 2004 年 11 月底竣工投产，项目总投资 1.8 亿元，从投运至今运行稳定，2005 年累计生产精甲醇 11.15 万吨，达到了设计能力，装置运行 1 年多来主要存在以下问题：7.1.1 富氮气的回收对合成氨系统产生影响回收富氮气可降低合成氨系统的原料煤消耗，这无疑是一项好的节能措施，但从富氮气成份可看出，其 N2气含量很高， 约 26 %，富氮气回收到合成氨系统中后，会影响到氢氮比，要维持正常的氢氮比，则必须减少合成氨系统造气回收阶段的回收时间，好在富氮气量并不大，自单醇投运以来，造气系统回收时间减少 12s。7.1.2 变换气脱硫塔易带液本项目采用了
34、2.1MPa 栲胶加 888 变换气脱硫。应该说脱硫效果尚可：变脱入口 H2S 在150mg/m3左右，脱硫后 H2S4mg/m 3。但脱硫塔容易向后面带液，开始以为上段填料装的太多，顶部出口分离器分离效果不佳，但后来发现是沫状带液，如同刚开瓶倒入杯中的啤酒起沫一般，具体什么原因，目前还不清楚。7.1.3 甲醇精馏蒸汽消耗偏高在都是三塔精馏的条件下，同样是将粗醇加工成 1 吨精醇，我厂单醇系统比联醇系统蒸汽消耗高约 250kg。分析原因主要是两种工艺所产的粗醇成份有差异，经化验分析单醇装置所产粗醇的杂质相对多一些，尤其是乙醇含量比联醇产的粗甲醇中的乙醇高 3 倍。现在许多甲醇用户对精醇中的乙醇
35、含量有特殊要求（乙醇含量100ppm ，因为乙醇和甲醇的挥发度很接近，所以要把粗甲醇中的乙醇通过精馏除去，达到100ppm 确实困难。因此，在单醇精馏过程中，其回流比高达 4 以上，而联醇精馏的回流比一般在 2 左右即可。回流比的增加，意味着回流量的增大，必然导致精馏蒸汽用量的增加。若不考虑降低产品中乙醇含量的因素，两者蒸汽消耗接近，单醇系统的精馏耗蒸汽量也能降到 1000kg/t 醇左右。7.2 几点体会通过几年来甲醇生产实践，由联醇到单醇和联醇同时运行，对甲醇生产的认识也逐步深入，总体感受有以下几点，供大家参考。7.2.1 关于联醇双塔的运行模式10两甲醇合成塔运行模式可分为并联运行和串联
36、运行，安淳公司搞的方案是可串可并。双系统串联，系统阻力大，动力消耗大；优点是操作容易，可调性强，把活性差的催化剂或已使用到中后期的催化剂置于前面，活性好的催化剂放在后面把关，从而提高总的转化率，最大限度地发挥前面催化剂的活性。这是由于活性差的催化剂先接触高含量 CO，易保持自热反应，而活性好的催化剂接触浓度低的 CO，反应不致太剧烈，易于温度控制。双系统并联的优点是系统阻力小、节电、可提高甲醇的产量，缺点是易出现双系统气体偏流，两塔调节时互相影响，操作难度大一些。我厂多数情况下甲醇处于满负荷生产，所以选择了双系统并联运行模式。7.2.2 单醇的生产应和合成氨系统有机结合前面提到，我厂单醇与合成
37、氨生产系统为并联关系。在未上单醇之前，我们曾到几家孤立的单醇生产厂考察，发现一般煤耗在 1500kg/t 醇，有的厂甚至高达 1800kg/t 醇。原料煤耗高的原因除生产管理和工艺技术的问题外，两气不做回收是重要因素。富氮气不回收本身就是浪费，若多回收到甲醇中去会使水煤气中 N2气含量升高，造成合成放空气量加大，也不合算。因此，最佳方案是甲醇生产只用低氮优质的水煤气，富氮气和合放空气加以回收利用副产合成氨。由此可见，孤立的上一套单醇，成本会较高，市场竞争力不强。7.2.3 对低压 Lurgi 甲醇工艺评价从理论上讲，甲醇合成压力低，可降低生产用电，这就是低压甲醇的优势所在，但前提是低压合成催化
38、剂的活性要好。去年我厂低压甲醇系统平均电耗 1029kwh/t 醇（包括开、停车用电） ，在满量稳定运行的生产条件下，电耗可降低至 980kwh/t 醇。从温度操作上看，Lurgi 炉靠控制蒸汽压力来稳定床层温度，不仅十分稳定（温度波动范围可控制在1） ，而且很容易操作，甚至升温还原操作比其它类型的塔也更容易操作。等温合成塔或冷激型合成塔主要是靠调节付线来控制炉温，不仅难操作，而且炉温波动较大。由此可见，Lurgi 工艺在节能和稳定操作方面具有一定优势。7.2.4 甲醇生产必须搞好气体净化无论是单醇还是联醇催化剂，都是铜基催化剂，铜基催化剂对硫的中毒十分敏感，入甲醇合成系统的硫（包括无机硫和有机硫）的存在会严重影响催化剂的活性和使用寿命。因此，从半脱、有机硫水解、变脱到精脱，每一关都要把严，进塔原料气中的总硫含量应小于 0.1ppm。此外进塔气体中夹带的油也会对催化剂的活性产生不利影响，因为油在高温下分解成碳和高碳胶质物，沉积于催化剂表面，堵塞催化剂微孔，而且油中的硫、磷、砷等会使催化剂发生永久性化学中毒。因此，除搞好油的分离外，最好采用无油润滑的压缩机和循环机。参考文献 倪维斗等甲醇生产技术及市场信息交流会论文资料集 徐京磐甲醇生产技术及市场信息交流会论文资料集 严廷良等十五届全国化肥甲醇技术年会论文集 刘志臣等小氮肥20041 氮肥技改20056 冯元奇甲醇生产操作问答
