杨子江++田燕燕++王立云++张艳松

【摘 要】本文从焦炉气生产甲醇的工艺特点做出了分析，提出了当前甲醇合成工艺中合成率较低以及能耗高的特点。并介绍了甲醇合成系统双回路的优点，解决了合成产能扩大后由于反应平衡造成的合成塔底部觸媒效率低下的问题，并通过计算详细对比了双回路甲醇合成系统的优势，且能为企业创造较大的经济效益。

【关键词】甲醇 合成 触媒 双回路

在甲醇生产中，大多采用鲁奇、卡萨利等工艺，其主要的原理就是将调节好氢碳比的新鲜气送入合成塔，在一定的温度、压力以及催化的作用下进行甲醇的合成反应。随着甲醇生产规模的扩大，甲醇合成系统装填的催化剂也比越来越多，但是随着气体在穿过触媒层中的过程中，气体中甲醇的含量也越来越高，也就是说反应物的浓度越来越小，而生成物的浓度越来越高，造成化学平衡向逆反应方向移动，导致甲醇合成率下降，产量低，排放的驰放气中碳含量过高，增加了循环机的能耗。如果将合成环路分成双环路，也就是针对驰放气设计一套甲醇合成系统，即使触媒的总量是一样多的，也会产生1+1>2的效果，提高了甲醇的合成率，增加产量，产生非常好的经济效益。

1 原甲醇合成工艺情况

1.1 工艺介绍

传统的甲醇合成工艺是，来自压缩工序的压力为5.0～5.4MPa（A）的合成气，经入塔气换热器换热后，温度升至200～225℃，从合成塔顶部进入催化剂床层（合成塔为——列管固定床等温反应器，管内填满合成催化剂），在催化剂作用下，发生甲醇合成反应，生成甲醇，同时放出大量的热。合成塔壳侧充满沸腾水，通过上升管和下降管与置于合成塔顶的汽包相连。合成反应中产生的反应热通过在合成塔侧附产中压蒸汽被带走。合成汽包的蒸汽压力为2.5～4.0MPa，通过调节蒸汽压力来控制催化剂床层的反应温度。

合成塔出塔气经入塔气换热器回收热量后，进入甲醇水冷器，冷却至20～40℃，生成的甲醇、水被冷凝下来后在甲醇分离器1中分离出来。经分离液相后的合成出塔气，弛放一部分以维持合成系统中的惰性气体含量，弛放气去界区外利用。大部分合成气返回循环压缩机循环。来自甲醇分离器的粗甲醇，进入闪蒸槽，在≤0.6MPa的压力下闪蒸，将大部分溶解的气体闪蒸出来，作原料回收利用。闪蒸槽后的粗甲醇送精馏或粗甲醇贮槽。

1.2 工艺图（图1）

1.3 工艺分析

大合成塔催化剂装填30m3，驰放气的量是16173 Nm3/h，由合成塔进出口气体成分分析数据见（表1）可得出CO%+CO2%的含量高达13.36%，浪费是巨大的。原甲醇合成工艺系统，当负荷高的时候，甲醇驰放气中的碳含量很高，CO%+CO2%的合成率仅有83.78%，这不但造成甲醇单耗上升，产量减少，还可能在造成环境污染。如果回收驰放气中的氢气，由于驰放气中碳的含量高，就会造成变压吸附吸附剂增多，装置投资增加。总结其原因是：甲醇合成反应的初期阶段，由于入塔气中的甲醇含量很低，甲醇合成反应速率很快。当随着气流在合成塔内流动，循环气里的甲醇浓度增加，趋近于平衡浓度，就会使对甲醇合成反应的平衡向逆反应方向移动，这样就降低了合成反应速率，造成出口气体中碳含量增加，甲醇合成率下降。

原合成系统的工艺指标图，大合成塔催化剂装填30m3。

由表1可见，驰放气的量是16173 Nm3/h，CO%+CO2%的含量高达13.36%，浪费是巨大的。原甲醇合成工艺系统，当负荷高的时候，甲醇驰放气中的碳含量很高，CO%+CO2%的合成率仅有83.78%，这不但造成甲醇单耗上升，产量减少，还可能在造成环境污染。如果回收驰放气中的氢气，由于驰放气中碳的含量高，就会造成变压吸附吸附剂增多，装置投资增加。总结其原因是：甲醇合成反应的初期阶段，由于入塔气中的甲醇含量很低，甲醇合成反应速率很快。当随着气流在合成塔内流动，循环气里的甲醇浓度增加，趋近于平衡浓度，就会使对甲醇合成反应的平衡向逆反应方向移动，这样就降低了合成反应速率，造成出口气体中碳含量增加，甲醇合成率下降。

2 带有双回路的新合成工艺

2.1 工艺说明

我们设想把大合成的驰放气引入一个小合成系统，驰放气（4.5～5.0MPaG）直接进入进入塔前换热器2与小合成塔出塔气换热；使热交换器出口的气体（190～200℃），进入甲醇小合成塔催化剂床层反应，反应热由塔内换热器中的热水移去，同时副产中压蒸汽；出甲醇小合成塔的气体温度210～230℃，进入塔前换热器2预热进塔的合成气体；出塔前换热器2的气体（70～90℃）进入水冷器；冷却后的气体（30～37℃）进入甲醇分离器2进行气液分离，粗甲醇通过调节阀送入到原甲醇合成系统的闪蒸槽，回收甲醇。（这里不再另设闪蒸槽）甲醇分离器2分离后的小合成循环气体一部分进入循环机循环，另一部分作为最终的惰性气体送到界区外，回收氢气或燃烧。

流程特点：

（1）这套流程不但主流程是带有气体循环，而且驰放气系统也带有一套环路系统，就是所谓的双环路系统，这样可以大幅度的提高甲醇的合成率，特别是驰放气中的CO2，由于CO2的单程转化率不高，需要多次的循环才能达到较高的转化率，所以设计成双环路，合成气里碳的总体合成率提高很多。

（2）最大限度地回收利用甲醇合成反应热， 副产的饱和蒸汽不仅压力高而且量也多（1.3～3.8MPa，饱和蒸汽～1000kg/t·CH3OH）；

（3） 催化剂床层温度平稳，催化剂热点温度相对均衡，甲醇合成反应相当于在等温下反应；

（4）操作简单， 只需控制蒸汽压力即可。

（5）小合成系统无需单独增设循环机，可以把小合成的循环机和大合成的循环机设计成一台一拖二的形势。如果采用离心机，只要设计大合成系统的循环机时，增设两个叶轮即可，如果循环机是往复机，可以在设计时增加两列气缸。同样可达到目的。

2.2 工艺图（图2）

2.3 工艺分析及计算

大合成塔催化剂20m3触媒，小合成10m3触媒，驰放氣的量是9657Nm3/h，由大小合成塔进出口气体成分分析数据表见（表1）得出CO%+ CO2%的含量3.27%。从以下的数据可以分析经济效益。

大合成塔催化剂20m3触媒，小合成10m3触媒。

从表2的数据可以分析经济效益。

3 经济效益的分析

驰放气的量是9657 Nm3/h，CO%+CO2%的含量3.27%。

①表2可以看出，即使触媒总量不变的情况下，两套系统驰放气中的CO%+ CO2%的含量相差10%左右。带有小合成的甲醇合成装置甲醇合成率高达97.63%，比原合成系统提高13.85%。

原合成系统驰放气中的CO%+CO2%=13.36%，排放掉碳的总量是16173Nm3/h×13.36%=2160.7 Nm3/h

带有小合成系统的驰放气中的CO%+CO2%=3.27%，排放掉碳的总量是9657Nm3/h×3.27%=315.8Nm3/h

如果按照700m3的CO+CO2能生产一吨甲醇计算的话，第二种工艺可以多生产甲醇（2160.7-315.8）/700=2.64t甲醇/h。如果按照甲醇2200元/t价格，去掉17%的增值税，产生的效益是2200×2.64÷1.17=4964元/h，全年按照8000小时计算，效益是3971万元。

②小合成塔副产蒸汽，（1.3～3.8MPa，饱和蒸汽～1000kg/t·CH3OH）；每吨中压蒸汽按照150元计算，可增加利润150元/吨×2.64吨甲醇/小时=396元/小时，全年316.8万元。

③由于设备增加，也要增加一些财务成本和设备折旧费用。同时在消耗方面，由于小合成循环需要动力，所以需要增加一定的电费。

④低压甲醇装置设备一览表（表3）

装置总投资约为600万元，其中设备投资约为320万元，土建、电仪投资约为150万元，催化剂及其他约为130万元。

简单的计算，假如600万元全部是贷款（贷款利率10%），并且设备和基建平均折旧也按照10年计算，每年的财务费用为600万×20%=120万元/年。

⑤电费的消耗。原合成系统的循环机出口打气量是156194Nm3/h，新工艺的大小合成循环机出口打气量之和为：190169Nm3/h+44866×0.96-9657Nm3/h=223583Nm3/h（简易估算）这样看来合成新工艺比原有的工艺增加循环量223583Nm3/h-156194Nm3/h=67389Nm3/h，从公式W=LQγ/102×3600 千瓦·时 可以简单推算出，如果气体循环量增加67389Nm3/h，压头从4.45MPa提高到4.65MPa，电耗增加不会超过600千瓦·时，电费最多增加300元/h （按照每度电0.5元计），全年（8000小时）增加的电费就是240万元。

⑥综合以上的因素，新甲醇合成工艺对比原先的工艺，每年可以增加效益：3971万元+316.8万元-120万元-240万元=3927.8万元/年。

4 环保减排上的效益

驰放气当做燃料时，每小时减少往大气中排放CO2 2160.7 Nm3/h-315.8 Nm3/h=1844.9Nm3/h，全年按照8000小时计算，全年减排CO2为14759200Nm3/年，约合28991吨/年。

5 结语

带有循环功能的小合成系统只需要一台小合成塔、一台预热器、一台水冷器、一台甲醇分离器、一个汽包、和一台开工循环泵，闪蒸槽可以与原有闪蒸槽合并，共用一台。至于合成循环机，原始设计上改动一下，可以不另设循环压缩机。无人力投资，岗位人员也不需要经过专门的技能培训，原有人员完全可以操控。该技术先进、结构简单、易于操作，可以弥补原工艺的缺陷，满足节能降耗、低碳环保、提高经济效益的企业发展模式，实现甲醇合成率的大幅度提高，有效利用合成气中的有效气体，达到资源的合理利用，有效提高产品产量，减少废气的排放，实现节能降耗的目的。