甲醇生产技术

第一章 系统检查

设备、管线安装完毕后，必须根据设计与生产的要求进行系统检查，检查着重于以下几个方面。

（1） 安装项目检查：对照设计，检查有无漏项、缺项；

（2） 施工质量检查：是否按安装质量标准进行施工；

（3） 技术文件检查：安装的原始记录和安装技术的变更等，都须经过验证并有专人负责；

（4） 产品证明检查：受压容器、传动设备、高压阀门、管件等都须有出厂合格证、使用说明等。如果产品无合格证，必须进行复查或其他补救措施，否则禁止任意使用。

（5） 电器仪表是否安装完好。

第二章 系统吹扫

吹扫工作包括设备内部的清扫和工艺管道的吹净。吹扫工作必须做得认真、仔细，这对于开车和开车后设备的维护，以及催化剂的使用寿命都很重要。

设备清扫包括新安装的静止设备、传动设备，有内件的设备在安装前必须清洗干净，设备内部不准残存油、水及其它杂物。内部情况不明的设备，必须重新打开检查。

管线吹净以洁净空气为介质，吹扫压力不得大于0.5Kpa。吹扫管道必须按顺序进行，即吹净一段管道后才准连上法兰，按气流方向顺序吹扫下面管道。逢有阀门、孔板、设备等必须断开或拆除，防止管道内泥沙、焊渣及其他机械杂质打坏阀门、孔板或吹入设备内。禁止向设备内吹净，吹净需经过设备时要使用该设备之出口阀门控制吹出压力。防止在吹净通过的管道中发生节流、缓冲，影响吹净时的气流速度。

吹出口必须错开，并用钢板挡住，防止吹净时冲坏高压密封球面或把脏物吹入其他设备。

吹净后的检查：可以用白布放在吹出口，吹出气流冲到白布上以不脏为吹出合格。

第三章 单体试车

为了考察、了解和掌握设备性能参数及能否满足生产的需要，在开车前对各设备分别进行单体试车。必须进行单体试车的主要内容是：合成塔内筒的气密实验、电加热器试验、水泵实验、液位计灵敏度实验、空气压缩机试运转及没有合格证的受压容器检查及强度实验。运转设备空负荷试运行不得低于8小时。

第四章 气密实验

气密实验是检查化工设备、管线、阀门等严密性，是保证系统正常运行，减少有效气体损耗与保护环境安全生产的重要步骤。气密实验必须严格按规定进行，最终消除漏点。保证泄漏率低于无泄漏标准的规定。

在气密实验时特别注意与生产系统隔绝，防止试压空气传入生产系统，不能仅仅用阀门切断，还必须加上盲板。

第五章 催化剂粉末吹净

吹净催化剂粉末，用压缩空气，以油分和净氨塔蓄压，将压力提高至0.5MPa，用合成塔副线阀控制，向塔内吹空气，注意控制吹出压力不得超过0.2MPa。并且空气不得带油、带水，气体温度不得大于40℃。直至吹出气体中无明显黄色粉尘时即为合格。

第六章 系统试压

用空气，将系统压力提高，由1.0直至1.3MPa，分别检查各设备、管道密封口有无泄漏。未发现泄漏则可将压力卸至0.5MPa，准备进行催化剂的升温。

第七章 催化剂升温

第一步:空气升温

首先用空气进行系统循环,然后推电加热使升温速率控制在30℃/小时。待催化剂层温达到150℃后暂停并恒温1小时。

第二步：蒸气升温及置换

开废锅蒸气导入系统，合成塔后放空，并推电加热继续升温，速率控制在45℃/小时，升温到280℃停止，并恒温。

            第八章导入甲醇及轻负荷生产

停止向废锅加水，改用粗甲醇加入，并停止放空，进入冷却系统冷凝后送入中间储槽。同时用电加热保持催化剂层温在280℃±5℃内。待储槽液位到2/3处可送入二甲醚精馏系统。

             第九章操作要点及工艺指标

1）压力：控制在1.0Mpa,在夏季可根据冷凝情况压力可控制在1.2Mpa。

2）温度：催化剂层280±5℃。

             合成塔进口250℃以上。

             冷凝器出口40℃以下。

3）流量：一般由废锅蒸发量来决定，可控制在0.8吨/小时。

4）调节：温度调节有两种办法，一种是向废锅加精甲醇的办法。另一种则需开电加热。

联醇工艺不同流程的比较:

    联醇的甲醇合成工艺流程，普遍的是合成塔内自设换热器。用循环量调整入塔气体中的一氧化碳含量，辅以冷副线（该冷副线尺寸往往受塔底三通口径的），调整进入催化剂层的温度而控制催化剂层温度的稳定，以求得最佳的一氧化碳转化率。循环量的调整，变更了催化剂层的空速；而冷副线的调整只变更了入床层的温度。由于甲醇的热销，很多企业在增加甲醇产量上做了不少文章。在合成塔定型后，当然提高入系统的一氧化碳含量，用增加循环量控制炉温是个办法。但应该是在开足冷副线的情况下，再用增加循环量来控制，亦就是设法将入塔一氧化碳含量提到设计的高限，这是最经济的；否则随循环量的提高、催化剂床层空速的提高，而降低了一氧化碳的转化率，并增了动力消耗。塔内自设换热器，占据了相当的高压容积，减少了催化剂的的装填量，而缩短了催化剂的使用时间，增加了更换催化剂的频率。因此有了另一种工艺。

    取消塔内换热器，塔外增设换热器（可用较小尺寸的旧高压容器外筒，另设计换热内件）。塔外调节换热器近路时，可以不受（较之塔内自设换热器来说，尤其以螺旋板式换热器而言，一般不能将主塔气关闭，使内件失去平衡而产生变形）。而用降低入合成塔温度，提高入塔一氧化碳含量的上限值来增加产量，但给内件的设计提出了新的要求。

    以1%的一氧化碳使催化剂床层温升提高29 ℃计，当入床层温度为150 ℃，反应温度为252 ℃，则入塔一氧化碳可达到3.5%以上；若入床层温度降到121 ℃，则入塔一氧化碳就能提到4.5%；若入床层温度降到63 ℃，则入塔一氧化碳能提到6.5%以上。但在催化剂层内要将反应热及时与进口冷气体热交换而移走，则进入床层温度越低，做到均温就越难。同时随入床层温度的下降，入塔一氧化碳含量的提高，则进入水冷器热负荷就上升。如前述，入床层温度150 ℃，不考虑热损失，按入系统气体30 ℃计，入水冷器温度为130 ℃左右；若入床层温度降到63 ℃时，则入水冷器温度要达200 ℃以上，水冷负荷大大增加。且如此高热值不利用，太浪费。

为此又一种新的工艺流程在行业中应用，也多起来了。那就是在合成塔出口和塔前换热器前增设废热锅炉（可用氨合成退下来的旧废热锅炉）。既回收了热量又降低了水冷负荷，还可灵活调节入塔温度，变更入塔一氧化碳含量，提高入塔一氧化碳含量，增加产量。这种流程的缺点是，当入塔一氧化碳含量降低（减产或其它原因）时，到一定程度床层很难自热，必须开电炉。也有用提高废热锅炉产汽压力，提高锅炉沸腾水的温度，减少废热锅炉移走的热量，而达到自热，不开或少开电炉。当然若设置这种流程时，在废热锅炉进出口之间加设近路及设切断阀，当减少甲醇产量时，床层不能自热时，开近路，停锅炉而达到目的。

甲醇生产以压力分，有高、中、低3种；以原料分，有气、油、煤3种。从装置的配置来说，有系统装置生产甲醇（常说“单醇”）和依附合成氨生产装置生产甲醇（“联醇”）两种。

合成氨系统联产甲醇（所谓联醇）:

    在合成氨系统中联产甲醇（所谓联醇）的原料气组成好象不是一个问题。因为气体的组成是随醇/氨比（老生常谈的问题）的变化而变化的。但是小氮肥行业内，总还有些厂没弄明白，气体的组成没调好，以致造成氨合成的氮氢比失控，放空量增大，消耗高。还有就是盲目提高醇/氨比，带出一系列问题，特别是碳铵厂。粗略来说，每联产1 t粗甲醇，氨的产量就减少1 t。因此根据醇/氨比的情况，必须调节半水煤气的氮气含量。还有一种界定法：半水煤气的氮气含量的要求，要做到在联产甲醇后，进合成系统的新鲜气的氮氢比仍基本等于3（N2/H2=~3）。 

    尽管醇/氨比是老生常谈的间题，但小氮肥行业内还是存在盲目性。实际上对某一个具体氮肥厂来说，联产甲醇的规模总是受总氨能力的制约（除扩氨产醇并进的之外）。早先联产甲醇规模是依据氨碳平衡关系而定的。氨碳平衡关系式是： 

    1.769C+3H2O+N2+0.269O2→1.769CO2+2NH3 

    这意味着，每生产1 t氨时，将生成的CO2全部到碳铵中去，尚可盈氨115.5 kg（理想状况），实际上要低一些。因此，在控制CO变换率不变的情况下，联产的甲醇一般约占总氨产量的十分之一。那时候，一般也不设脱碳装置（也受脱碳技术落后的制约）。由于甲醇市场好，并且甲醇生产的有关技术也有较大发展，甲醇所占的比例也就越来越大。不过实践证明，甲醇占总氨能力一般控制在30%左右，比例再大了就有困难了。其理由是：(1)碳化不好操作（液氨流程另当别论）；(2)造气能力大受影响；(3)变换气中CO含量难以提高（全低变工艺除外）；(4)氨合成氢氮比易失调。最大的问题是造气，从甲醇生产的主反应看出，生成1 kg分子的甲醇，要消耗1 kg分子CO，2 kg分子H2。而生成1 kg分子的氨只需1/2 kg分子的氮气。甲醇比例高了，按常规造气无法为氨合成提供合理的氢氮比。不然制气的过程就向制水煤气的过程倾斜。原有装置的制气能力大受影响。实际上醇氨比在30%时，许多矛盾就比较尖锐了。说到底，还是一个消耗问题，效益问题。

粗甲醇合成方案的决策及有关工艺技术总体看法:

    前提是以煤为原料系统生产甲醇或氨厂联产甲醇。由于甲醇的销售形势和应用前景较好，大有大干快上的磅礴气势。既然如此，这就有一个粗甲醇合成方案的决策问题。大致有这么几种情况：（1）在以煤为原料系统生产甲醇的前提下，一是采用5 MPa压力的低压合成甲醇；二是高压法合成甲醇。后者一般是氨厂改产的情况。（2）仍然走氨厂联产合成粗甲醇的路子，一是铜洗之前，增建粗甲醇合成工段；二是打破传统，走“醇烃化”的工艺，革除铜洗，对高压圈进行脱胎换骨的改造，取得产醇和节能的双丰收。作为生产经营的业主对两个前提、四种情况（方案），应该审时度势的作出决策。 

    对于氨厂改产高压法合成粗甲醇，在技术上比较简单，抓住以“合成塔为中心”，带好“两头”就可以了。所谓两头，一头就是进塔气的净化；根据甲醇的特点采用新技术进行冷凝分离及甲醇回收，降低循环气的甲醇含量。原来的“塔内件”、“氨冷器”和“冷热交换器”可弃用（或通过改造，使之“氨为醇用”），将“氨分”按甲醇分离的要求进行改造，加大循环机的能力。 

    对于在铜洗之前增建粗甲醇合成工段合成粗甲醇的传统工艺，也是“以合成塔为中心”，搞好前头的净化和后头的回收，其方法在3.2.6节已作说明。由于现在在低压段的净化技术比较到家、合成塔没有必要搞双塔串联的倒塔流程，上单塔流程就行了。合成塔内件就选均温型的内件。 

    如果说要有进展的话也是有一些的，把联醇合成塔搞成提温型的，可副产蒸汽。在合成塔圈范围内，其流程类似现在的氨合成流程，有塔外气-气换热器，也有副产蒸汽的废锅。对联产甲醇规模比较小的厂，没有必要搞这种工艺，因为进废锅的气体温度不高（~240 ℃），出废锅的温度要控制在180 ℃左右，产汽量有限，蒸气的压力也拉不高。象河南有一个厂，氨的能力只有3万t/a，搞了一个Φ1000的甲醇合成塔，采用这种流程。我看这不是建设单位决策错误，就是技术供应商的误导。 

    前面说的对两个前提、四种情况（方案），要真正下决心作决策的也只有两种方案：即以煤为原料，采用5 MPa压力，系统低压合成粗甲醇；或打破传统，走“醇烃化”的工艺，革除铜洗，对高压圈进行脱胎换骨的改造，取得产醇和节能的双丰收。因为选择这两个方案都要有比较大的投入。

低压法合成粗甲醇技术简述:

    对于以煤为原料系统生产甲醇的低压法合成粗甲醇，在合成的技术上是没有问题的。有国外的先进可靠技术，也有国内的可靠技术。 

3.3.2.1  国外合成技术简述 

    国外的先进可靠技术主要来自6家：ICI合成塔、Lurgi列管等温合成塔、Casale轴径向混合流合成塔、Topsфe径向合成塔、Linde等温合成塔和MRF合成塔［日本东洋工程公司（TEC）与三井东压化学公司共同开发的新型甲醇合成塔］，各有特点，简要介绍如下： 

    （1）ICI（帝国化学）合成塔是最早采用低压甲醇工艺的公司之一，ICI公司的甲醇合成塔早期为单段轴向合成塔，目前工业上采用较多的是ICI冷激式合成塔，后来又推出冷管式合成塔和副产蒸汽合成塔。 

    ICI冷激式合成塔将反应床层分为若干绝热段，两段之间通入冷的原料气，使反应气体冷却，以使各段的温度维持在一定值。这种塔的结构简单，塔体是空筒，塔内无催化剂筐，催化剂不分层，由惰性材料支撑。装卸方便，冷激气体喷管直接插入床层，并有特殊设计的冷却气体菱形分布器。 

    1984年ICI公司在AICHE国际会议上提出了2种新型合成塔，即冷管式合成塔和副产蒸汽合成塔。冷管式合成塔与单段内冷式逆流合成塔相似，但将换热器移出合成塔筒体之外，入塔气预热靠管间催化剂层的反应热提供热量，温度的调节是通过旁路或调节合成塔下游进出塔气体交换量来控制。该塔不仅投资省，而且具有压差小，操作稳定的优点。副产蒸汽合成塔也属于单段内冷式，但气体流动是径向横流，垂直于沸腾水冷却管。该合成塔设计时应用了有限元分析法分析塔内气体流动和温度的特性。 

    （2）Lurgi列管等温合成塔在列管内装填催化剂，管间为沸腾水。原料气与反应后的气体换热到230 ℃左右进入合成塔，反应放出的热量经管壁传给管间的沸腾水，产生4 MPa的蒸汽。合成塔全系统的温度条件用蒸汽压力来控制，从而保证催化剂层呈大致等温的曲线。Lurgi公司列管合成塔在使用含高铜的高活性催化剂时，可得到较高的单程转化率。 

    （3）Davy Mekee公司在总结ICI冷激式绝热合成塔、Lurgi列管等温合成塔和三相流动床合成塔时认为：①ICI冷激式绝热合成塔，床层阻力降大，大装置合成塔高径比应控制在2:1左右。增加高压容器的直径和壁厚，制造费用高，造成运输困难。②Lurgi合成塔由于列管长度受到，放大生产只有增加管数，使合成塔的直径增大，给设计和制造带来很大困难。管子和管板材料必须选择得当，以避免热应力。在操作状态下，必须保证壳程沸腾水的存在。③流动床合成不仅需要消耗动力，而且需要耐磨损的催化剂，要清除进入循环压缩机气体中的催化剂小颗粒也很困难。从机械设计方面合成塔壁并不减少，还产生一系列复杂问题，如：催化剂上下栅板，原料气分布集气管，催化剂从旋风分离器再循环时与闸板阀连挤的沉浸支管等部件的设计和制造问题。为克服以上问题，开发了更为先进的“Casale轴径向混合流合成塔”。 

    （4）Topsфe径向合成塔的甲醇合成由3个并排的冷激式绝热合成塔及其间的热交换冷却系统组成。该塔转化率高、催化剂用量少、反应热不必用来预热原料可作其他用途。为了使合成塔有效地进行反应，还采用了催化剂层间换热以除去多余的反应热。合成塔的操作条件为：合成压力7~9 MPa，反应温度215~310 ℃。 

    Topsфe径向合成塔使用活性高、粒度小的催化剂，合成气径向流动，塔的床层减薄，故阻力明显降低，塔直径、壁厚大为减小，造价降低，合成塔的空速、出口甲醇浓度也显著提高。但该塔设计加工复杂，因径向流动，气流速度不断改变，使催化剂不能最大限度地利用。径向塔在催化剂上部装有复杂的机械装置，以防止在其运行过程中因催化剂收缩而产生轴向气流。该塔型已用在40套大型甲醇生产装置中。 

    （5）Linde等温合成塔是Linde AG公司开发出新的节能型甲醇生产方法——Variobar法。Linde新工艺采用了一种新型节能等温塔，该塔为盘管内沸腾水冷却的单段等温塔。在塔内，螺旋蛇管放置在催化剂层中，从蛇管下部加入约4.5 MPa的锅炉水，而从上部排出中压蒸汽（3.5 MPa）和循环水。合成气从塔上部进入，经催化剂层从下部排出。塔内使用BASF公司的S3-85型催化剂。蛇管安装在芯柱上，管内设有隔板和连接件，在高气流密度下排除了振动问题。管子在运行条件相同时，1 m2塔表面的传热面比传统的套管式增加30%~50%。合成塔给定工作压力为10 MPa。 

    （6）MRF合成塔，即多段内冷型径向流动（Multi-stage inclirect-cooling type Radial Flow简称MRF）甲醇合成塔，是日本东洋工程公司（TEC）与三井东压化学公司共同开发的新型甲醇合成塔。它由1个立式的压力容器，1个带中心管的催化剂筐，以及同锅炉给水分配总管和蒸汽收集总管相连接的立式锅炉列管所组成。列管排列成若干层同心圆，垂直安装在催化剂床层上，与水平径向流动的合成气垂直。锅炉给水从炉底通入冷却管，产生的蒸汽汇集在蒸汽室内。冷却管的排列是MRF合成塔的专利，典型的管子排列。 

    预热后的合成气进入催化剂床层的外层，气体按径向入塔，通过催化剂床层，依次穿过绝热反应区和换热反应区，径向流动至催化剂筐和压力容器之间的环形空间，在换热区通过产生蒸汽的方式移去反应热。反应后的气体从位于合成塔出口的预热器的中心管引出。 

    我国主要是使用Lurgi列管等温合成塔，其它塔型规模太大，一般不用。Lurgi列管塔的优点：①单位体积催化剂床层的传热面积较大（可达30 m2/cm3床层），管内中心线与沸腾水之间的最大温差可达10~12 ℃，床层温差变化小，操作平稳：②可通过蒸汽压力的调节，简便地控制床层温度，使催化剂寿命延长；③热能利用合理，每吨甲醇副产4 MPa蒸汽最高达1.4 t；④Lurgi工艺反应温和、副反应少，***收率高达0.72 t/m3·h（传统ICI法仅为0.234 t/m3·h）；⑤单程转化率高，合成塔出口的甲醇含量达7%；⑥Lurgi列管塔开车方便，只要将4 MPa蒸汽通过合成塔壳程，即可加热管内的催化剂，达到起始活性的温度，便可通气生产。其缺点是设备结构比较复杂（以上几种也有比其更复杂的），制作较困难，对材料（双向钢）及制造要求较高，设备费用大。

甲醇精馏的节能措施:

    甲醇精馏的节能措施主要有两条：一是采用三塔流程；二是选用先进的预蒸溜塔和主蒸馏塔。 

    甲醇精馏多数采用两塔流程，少数生产规模较大的厂采用三塔流程。三塔流程与两塔流程的根本区别在于三塔流程采用两个主蒸溜塔，一个在0.6~0.7 MPa压力下加压操作，另一个常压操作。以加压精馏塔塔顶蒸汽的冷凝热，作为常压精馏塔塔底再沸器的热源，从而减少了蒸汽和冷却水的消耗，总的能耗比两塔流程低，约为两塔流程的70%~80%。由于三塔流程增加了一个加压塔，流程变长，设备增多，其投资费用比两塔流程高30%左右。 

    从综合经济技术指标考虑，国外的研究一般认为，生产规模超过300~500 t/d 宜采用三塔流程。而国内普遍认为，生产规模在5万t/a以下的甲醇装置宜采用两塔流程。 

    三塔流程中粗甲醇经约8%的稀碱液中和后，经甲醇预热器进入预塔，在预塔内将粗甲醇中残余的溶解气体和低沸点物质除去，预塔塔底78 ℃左右的甲醇由预后泵经预热器预热后进入加压塔，加压塔塔顶出来的甲醇气体进入常压塔再沸器冷凝，同时为常压塔提供热量。加压塔再沸器用蒸汽加热。出加压塔底的甲醇水溶液温度约为125 ℃，经预热器换热后，温度降为90 ℃左右进入常压塔下部。从加压塔、常压塔上部侧线采出的精甲醇，经冷却器降温后进入精甲醇贮槽。

上面谈了采用三塔流程能使甲醇精馏节省蒸汽和冷却水。如果是双塔流程，采用先进的蒸馏塔，同样也能节省蒸汽和冷却水，不过幅度没有三塔流程那么大。从目前来看，采用以规整填料为主体的甲醇蒸馏塔内件，是一主要措施。其特点是塔身比板式塔低，象主蒸馏塔一般是20 m高，吨甲醇蒸汽消耗在1.8 t以下。规整填料甲醇蒸馏塔内件的设计，关键是填料的选型，液体分布器和液体收集再分布器的设计要到家。

年产4万t联醇（合成部分）主要设备一览:

1 甲醇合成塔 Φ1400  H=19800 1台

2 甲醇分离器 Φ1200  V=6.5 m3 1台

3 水冷器 F=800 m2 1台

4 净氨塔 Φ1000  H=10500 1台

5 油分离器 Φ1200  V=6.5 m3 1台

6 循环机 6 m3/min  N=315 kW 2台

甲醇的几十个为什么

1、联醇与单醇的区别：为什么联醇成本低？ 

2、联醇的生产规模与合成氨的规模之间的关系？最佳的规模是多少？ 

3、合成氨生产联产甲醇后，对整个生产工艺有什么影响？ 

4、为什么说联产甲醇投产运用后，造气发气量受到影响，随联醇比例的增大，影响越大。 

5、联醇比例到多少后，必须要上脱碳（就碳酸氢铵产品而言）？ 

6、现在每天余氨15吨的碳酚氢铵厂，若上联醇每天能生产多少甲醇？ 

7、联醇生产后对铜洗有什么影响？ 

8、为什么有个别厂开联醇后出现合成氨触煤似中毒似的影响？ 

9、上联醇后变换应如何调节？ 

10、为什么上联醇要上精脱硫：精脱硫装置的几个工艺流程如何选择？ 

11、联醇的合成装置如何选择合成塔的尺寸及循环机的大小？用何种内件为宜？ 

12、合成甲醇的触煤用那一种为好？ 

13、为什么进入联醇的气体要除氨，用何种方法好？ 

14、为什么进入联醇的气体要除油，用何种方法好？ 

15、进入甲醇合成的气体中CO，按多少为宜？ 

16、甲醇合成催化剂投入运行时，必须对新催化剂进行升温还原，什么是低氢还原，什么是高氢还原？还原时的技术关键是那些？ 

17、联醇生产，甲醇产量的高低决定于什么？有哪些因素影响？ 

18、醇后设备为什么会结蜡？如何避免或减少结蜡？水冷器结蜡后怎么办？醇分是结蜡怎么处理？选用何种水冷器为好？ 

19、醇分后还有未冷凝的甲醇，如何回收？ 

20、为什么说甲醇合成塔出口温度不能太低？应不低于多少为宜？ 

21、到什么程度必须更换催化剂？为什么说合成甲醇催化剂的最佳反应温度不宜控制过低或过高？ 

22、怎样做到甲醇合成能不开电炉，自热反应？ 

23、甲醇精馏装置选用的依据是那些？用那种型式的塔好？ 

24、一般常用甲二塔流程、预塔、主塔各自主要作用是什么？ 

25、主塔的残液如何处理？ 

26、热甲醇精馏的蒸汽、冷却水消耗量是多少？ 

27、输送甲醇用什么泵？ 

28、精甲醇质量中若水溶性差或混浊是什么原因？ 

29、精甲醇中游离碱不合格怎么办？ 

30、精甲醇中水不份合格或略有超标怎么办？ 

31、联醇生产为什么不考虑50kg/cm2压力低压合成？ 

32、脱碳工业选择 

33、精馏蒸汽消耗影响因素？ 

34、精甲醇的贮备应注意那些事项？ 

35、精馏的安全注意事项 

36、甲醇下游产量的开发 

37、醇分设备结构与氨分设备有什么区别？ 

38、如何做到不停车清蜡？ 

39、循环如选用应注意些什么？

精甲醇正常操作要点:

      （一）温度的控制： 

    温度的控制对精馏操作极为重要，温度过高或过低，都能影响精馏操作的正常进行和精甲醇的质量，因此温度必须控制得适宜平稳，影响温度的主要因素有： 

    1、蒸汽用量的影响 

    蒸汽用量对塔内温度影响较大，蒸汽加入量过大或蒸汽压力突然升高，会使塔内温度普遍上升，塔底压力增大，蒸发量大，超过一定范围会造成液泛，同时使馏份上升，影响产品质量，反之塔内温度下降，塔底压力低，回流量小，精甲醇气化值下降，第六十一块塔板温度明显下降蒸汽加入量由此控制。 

    （1）调整各循环蒸发器、主予塔预热器蒸汽进口阀门的开启度。 

    （2）调节各循环蒸发器，预热器的冷凝水排放阀，以冷凝液液位高低控制温度。 

    （3）以蒸汽总阀控制蒸汽流量。 

    2、主塔采出量，入料量对温度的影响。 

    （1）精甲醇采出量过多，使塔内甲醇太少，温度普通升高，引起重馏份上升，精甲醇采出量过少，塔内精甲醇增多，使塔内温度下降。精甲醇采出量用采出阀控制。 

    （2）主塔入料量直接影响到六十一层塔板温度，入料量过多，六十一层塔板温度下降，反之温度升高。主塔入料量用进口总阀或泵的副阀来控制。 

    3、塔底液位对温度的影响。 

    塔底液位决定循环蒸发器的加热面积，液位低循环蒸发器加热面积小，除塔底外，各点温度逐渐降低，液位高时，十七、二十六层温度都易升高，如果液位太高了，就相应减少了塔内精馏段、使上层温度都升高。 

    主塔底液位可用主塔入料、精醇采出，残液排放的量来控制。 

    4、塔底液位组份对温度的影响。 

    若塔底液体组份中高沸点物质多、则温度不易降低，若塔底液体组份中低沸点物质多，则温度不易升高，因为塔底液体成份影响塔内温度的情况下，以稳定液位，回流量为前提，温度高增放残液，温度低，减少入料，加大采出。 

    5、二十六层塔板温度的控制。 

    精甲醇的合格，采出，须要塔上部温度适宜，稳定。塔下部温度的波动，影响上层温度是要有一定时间的，因此操作中经常根据26层温度变化趋势，通过分析、及时处理不正常现象，避免塔上温度波动、以能掌握正常生产操作的主动权。 

    如果蒸汽加入量突然增大，塔内甲醇含量减少，重馏份上升，会使26层温度上升，蒸汽加入量太少，塔内甲醇多，可使26层温度偏低，在正常生产操作时一般26层塔板温度在71～74℃，26层塔板温度可用蒸汽、入料、采出、回流、残液排放来调节。 

    （二）压力的控制 

    甲醇精馏属于常压精馏，压力在正常情况下都小于0.049MPa塔顶底压差主要取决于设计时气体通过每块塔板的阻力降，因而在甲醇精馏中，压力对精馏的影响不大，但压力的波动必然造成温度的波动，一般塔底压力偏离是液泛的征兆，压力下降可能是蒸汽供入量太少或塔内甲醇含量的减少，这些都给正常生产带来影响。 

    塔底压力用蒸汽加入量加控制入料量的方法来调节塔顶压力，用水封液位，回流量及调节蒸汽用量来控制。 

    （三）流量的控制 

    1、蒸汽流量的控制 

    蒸汽流量直接影响到塔内温度，压力、回流量及精甲醇质量，因此必须严格控制。 

    蒸汽用量可用蒸汽总阀，各循环蒸发器，预热器、蒸汽进口阀，冷凝排水放阀来控制。 

    2、入料流量的控制。 

    预塔入料可根据塔内温度，液位情况用粗醇入料阀及软水加入阀来控制。 

    主塔入料可根据温度、液位、压力及精醇采出，回流情况，用泵进口阀或副阀来调节。 

    3、采出流量的控制。 

    当预塔塔底温度处于正常范围之内，并根据主塔需要入料的情况来决定它的采出量的。 

    主塔精甲醇的采出量影响到塔内温度和回流的大小，采出流量以保持各点温度正常，及保证一定的回流比为适宜。若塔内温度普通升高及回流量减少，并确系甲醇采出影响，应适当减少采出，反之则应增加采出量，一般精甲醇采出量约为主塔入料量的70％左右。 

    4、回流量的控制。 

    回流在精馏过程中、对质量起着决定性的作用，在规定范围内，回流量越大，甲醇质量越好，在适宜的情况下，回流意味着增加精馏段的塔板数，回流量下降对质量是不利的。 

    回流量用精甲醇采出量和蒸汽加入来控制，若回流量减少，可适当减少精甲醇采出，增加蒸汽用量，若回流量减少，可适当减少精甲醇采出，增加蒸汽用量，若回流量大于规定范围，有可能造成液冷，此时可适当增加采出，减少蒸汽入量。 

    5、萃取剂流量的控制 

    为增加粗甲醇溶液中各组份相对挥发度，并促使有机胺分解。在粗甲醇进入塔时，要加入萃取剂一冷凝水，若无冷凝水时加入适量的软水。 

    冷凝液以浮子流量计来控制其流量，它的加入量相当于 粗甲醇的入料的20％～30％，在实际操作中、以控制予后比重为准，若超过这一比重范围，可暂停加萃取剂。 

    （四）液位的控制 

    1、主塔塔底液位，决定着循环蒸发器的加热面积，因而欲将温度和蒸发量控制在一定范围内，就应保持塔底一定的液位，一般塔底液位高度控制在1/2玻璃管液位计处。 

    2、塔顶水封液位的控制： 

    水封液位起着保持主、予塔塔顶压力的作用，应保持塔顶压力<900mmH2O柱为宜，故水封液位保持相对应高度。 

    3、受液槽液位的控制。 

    回流液受槽，起着回流泵进口缓冲作用，为有一定的缓冲余地，稳定流量及防止带气，且将液位控制在玻璃液位计的1/2～1/3处。 

    它的液位可由回流泵的扬量，蒸汽加入量，采出流量来调节。 

    4、氧化值的控制： 

    高锰酸钾氧化时间越长，说明产品内可被氧化的杂质愈少，质量愈好。 

    影响氧化值主要有以下几种因素。 

    （1）蒸汽加入量不够，使塔内温度偏低，低沸点物质脱除不干净，仍然混溶在甲醇里，此时可适当增加蒸汽，增加回流，减少采出。 

    （2）精甲醇采出过多，使回流量减少，塔内温度偏高，也能使氧化值下降，在这种情况下，可减少或停止采出、增加回流量。 

    （3）物料热量不平衡，引起重馏份上升影响了氧化值，这时应减少或停止采出，注意调节收料及蒸汽供入量，让塔内馏份稳定下来，氧化值上升。 

    在实际操作中，如果情况正常，氧化值稍差，可适当降低采出层次，一般情况下层数低的总是比层数高的采出氧化值要好一些。 

    5、巡回检查 

    为了确保正常生产，必须经常有重点地进行巡回检查，以便及时发现问题，解决问题。 

    在正确操作条件下，要求每次抄表记录以前，进行一次全面的巡回检查。 

    （1）观察、分析室内各控制仪表的指示是否正常。 

    （2）检查受槽液位，主塔入料泵，地下槽泵，回流泵运转是否良好，有否马达超温，异常震动、响声，检查主塔、予塔塔底液位，在巡回检查中要随时注意各泵的出口压力，蒸汽减压前后的指示，查设备、管道、阀门有无跑、冒、滴、漏现象。 

    在生产不正常情况下，须加强巡回检查，以能及时处理，维持正常生产，减少不必要的损失。

精甲醇生产消耗定额表

    回顾“联醇”的发展史，由于在气体净化精制技术尚未过关时，为了延长催化剂的使用寿命，在80年代，由单系统发展到双系统的联醇，普遍将双系统串联，把催化剂活性已近中、后期的放置于前面，串在后面的是催化剂活性处于前期的系统，并各自配循环机，在冷付线已失调时，用循环量调节温度。这样的串联，前面这个系统除了继续发挥其剩余活性，还起了气体净化精制作用，保护了后一系统的催化剂，使其寿命成倍延长。但这种串联方式，使联醇的压差成倍增加而增加了压缩机的电耗。 

    为此又有新的串联方式，前面这个系统的气体，经醇分后全部进入循环机，其出口气送入后一个系统继续一氧化碳转化，前一个系统的催化剂温度控制以出口一氧化碳能满足后一个系统的操作，达到自热，不开电炉为最佳，由于中间串入了循环机的升压而降低了原纯串联时的压差。 

    进入90年代，常温精脱硫技术及各种精制气体技术的过关，双系统的联醇工艺为增加甲醇产量，降低压差都采用了并联工艺，尤其当二个系统的催化剂活性较一致时，可以单台循环机供双系统循环，且各系统可以有自身的近路阀调节各自循环量，这不能不认为这是一种最佳的工艺，其操作也是较稳定的。但若二个系统的催化剂活性不一致，差异较大时，这种并联工艺的操作较为麻烦，不易稳定，且由于出塔一氧化碳含量的不一致，也给精炼操作带来影响。 

    新的串并联工艺操作，可以既解决压差大，又可根据二个系统催化剂活性情况灵活调节，但总体上还是将活性较逊的系统放置前面，且可分别确定其操作温度，而满足二个系统操作的稳定。串并联工艺流程是：新鲜气分别进入二个系统，前系统进入大部分新鲜气，后系统进入小部分新鲜气，其气量分配的比例，由二者催化剂活性差异而决定，前系统的醇后气全部入循环机，送入后一系统。这样可提高整体的一氧化碳转化率，充分发挥催化剂的活性，而延长寿命，增加生产强度。

联醇生产对合成氨生产的影响

    由于甲醇合成比氨合成多耗氢而不耗氮，随醇氨比的上涨，必须提高气体中氢含量和降低氮气含量，必然造成造气炉发气效率的下降，同时增加了调整氢氮比的难度。对碳铵厂来说生产甲醇后，氨不平衡还必须上脱碳才能达到氨碳的平衡。

    由于甲醇合成的投入后，有个别厂出现了对氨合成有影响。最早出现的某厂，甲醇合成一开，氨合成触媒上层温度因中毒而下降，最后查明是由于甲醇合成投产使压缩机五出六入段之间压差增大（该厂压缩机为六段压缩），而五、六段在同一缸体内且取消了平衡段，使五段气从气缸活塞环泄漏到六段，五段压缩时，六段吸入，而造成少量未经精炼脱除CO、CO2的气体进入合成而造成氨合成催化剂中毒。 

    以后又出现2家厂都是在甲醇合成催化剂使用一段时间后，氨合成催化剂上层温度下降，系统压力上升的现象。其中1家厂是甲醇一停合成氨系统即恢复正常；另1家厂是把甲醇合成系统后面的甲醇回收系统（水洗法），更换新鲜水后，氨合成即恢复正常。这2家厂有二个共性问题，一是说明对氨合成催化剂的中毒是轻微的、暂时的，且可以恢复活性的。二是这个厂都用的同一型号的氨内件，当上层温度下降时无其它手段调温，只能减循环量来维持上层温度的平衡，则使系统压力上升。前1家厂在更换了新催化剂后没有出现类似现象：后1家厂由于没有严重影响氨生产也就算了。 

    究竟是什么原因，至今无法解释。 

    甲醇合成的投入，进入系统CO的提高，减轻了变换的负荷，节省了汽耗，变换阻力下降；甲醇催化剂活性好，进入铜洗的一氧化碳大幅度下降，降低了铜洗负荷，确保了合成进口的气体微量指标；并由于经甲醇催化剂后气体的洁净后降低了铜耗，延长了氨合成催化剂的使用寿命；微量的甲醇进入铜洗系统，降低了铜液表面张力和粘度，至今未发现不良现象。 

    当然为确保甲醇催化剂的长周期运行，上联醇必须在碳化或脱碳后上精脱硫装置，以确保进入甲醇系统的气体中总硫小于0.1 mg/m3（标态），且现在该装置上对有些企业有氯时，还可以加脱氯剂。精脱硫装置设计前应对气体进行测定，由硫存在分子结构型式和含量而决定该装置具体工艺。在投入使用后还应经常进行微量硫的测定。 

甲醇合成催化剂的选择和结蜡问题的探讨

    由于甲醇市场价格较长时间的坚挺，新上联醇、单醇企业较多，且规模也大，所以催化剂消耗量也急剧上升，使甲醇催化剂市场也非常活跃，生产厂家不断增加，开拓销路各显本领，当然也给甲醇厂有了更多的选择余地，在这个选择中，不仅要考虑价格，还要考虑催化剂的特点和行业里的使用情况及其质量保证的信誉度。仅从甲醇催化剂的升温还原中就体会到各家产品质量的差异，在实际使用中各厂更是体会深刻，由于各使用厂家生产环境的差异，往往很难具体比较，更需在选择时要慎重。 

    甲醇合成反应中，其副反应生成高级烷烃，在一些文献资料上都有报道，这主要就是结蜡问题，通过10多年的实践和调研，对结蜡有了新的认识。过去的体会是，甲醇合成生产是很难避免结蜡，结蜡不仅堵塞管道、设备，造成分离冷却效果差，阻力上升，而且结蜡使原料气消耗增加，甲醇成本上升，因此如何在生产中避免结蜡或少结蜡成为大家非常关注的问题。笔者一直是在水冷器设备上采取用套管式代替淋洒式，可以在不停车情况下清蜡，使被动变主动，可以不影响生产；强调合成塔出口温度要控制不得低于蜡的凝结温度（75 ~ 80 ℃），避免内件换热器内结蜡而阻力上升。

    一是有1家厂由于床层温差较大，高达100 ℃以上，操作失控，部分温度在200 ℃左右，还有部分温度在300 ~ 330 ℃，如此近1个月的运转，虽然一氧化碳转化率不低，但其后果是大量蜡生成，使水冷器无法正常冷却，蜡还带至后面的设备，被迫停车清蜡。 

    二是另有1家厂催化剂还原好后投入生产没几天，不仅催化剂活性急剧下降，而且生成大量蜡，水冷器出口气温每天上升，在塔出口法兰的稍有泄漏处滴出凝固下来在地上是一堆蜡。最后查出是碳化的添加剂里氯根严重超标而使气体中夹带“氯”所造成的恶果。 

    三是还有1家厂已运行6、7年了，但他们始终坚持不超温生产，在催化剂允许温度范围内操作，达到其高限（290 ℃），若一氧化碳转化率偏低时就更换催化剂，在他们的运行记录上，没有超过295 ℃的。就这一点，目前不少联醇企业很难做到，舍不得催化剂的剩余活性，不断提温强化操作，超过300 ℃还坚持生产是常事。在这个厂从Φ500系列的联醇到Φ600系列，再扩展到目前的Φ800系列，水冷器在原有基础上不断改造扩大，从未发现管内有蜡凝结。 

    要少结蜡或避免结蜡有以下几点提请大家注意： 

    （1）选用温差小的内件，如均温型、均温改进型。 

    （2）选用不结蜡或少结蜡的催化剂。 

    （3）气体精制净化，避免有毒物质意外侵入，使上部催化剂失活而温差增大，结蜡。 

    （4）催化剂在其适应温度范围内操作，尤其避免超高限温度操作。