專利名稱：甲醇生產(chǎn)工藝的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及以煤為原料制備甲醇的技術(shù)，具體為一種甲醇生產(chǎn)工藝。
背景技術(shù)：
目前制備甲醇主要是以煤或天然氣為原料制得原料氣體，經(jīng)過一系列凈化和壓縮過程得到主要物質(zhì)為(H2+CO+CO2)的氣體，然后進(jìn)行合成甲醇的反應(yīng)。國內(nèi)中小化肥企業(yè)一般采用聯(lián)醇或雙甲工藝生產(chǎn)方法，產(chǎn)量規(guī)模比較小，產(chǎn)量一般都在5萬噸以下。
在建和擬建的大型甲醇企業(yè)一般都采用國外比較成熟的煤氣化技術(shù)，如德士古煤漿氣化技術(shù)、殼牌粉煤氣化技術(shù)、魯奇碎煤氣化技術(shù)、恩德爐粉煤氣化技術(shù)等。各種氣化技術(shù)都存在不足之處1、德士古水煤漿氣化。(1)對煤的灰熔點(diǎn)有一定要求，一般低于1400℃，限制了煤的使用范圍。(2)燒嘴部位工況苛刻，連續(xù)運(yùn)行時間短，一般只有30-50天。2、殼牌粉煤氣化。(1)、引進(jìn)設(shè)備較多，工程造價偏高。(2)工業(yè)實(shí)踐少，優(yōu)缺點(diǎn)暴露不充分，技術(shù)方面尚待考驗(yàn)，3、恩德粉煤氣化在國內(nèi)使用廠家證明，煤氣化效率低，煤耗高，氣體質(zhì)量差，環(huán)境污染大，很難推廣。4、以上各種技術(shù)都為外國專利，若引進(jìn)需要支付昂貴的專利費(fèi)，一個年產(chǎn)20萬噸甲醇的企業(yè)，專利費(fèi)一般在2500萬元左右。
氣體凈化近幾年國內(nèi)新建的甲醇和合成氨裝置、氣體凈化大都采用德國魯奇公司的低溫甲醇洗和國內(nèi)自行開發(fā)的NHD氣體凈化工藝，配套CLAUS硫回收裝置。不足之處1、低溫甲醇洗需要購買專利許可證及關(guān)鍵設(shè)備，投資較大，不利于國內(nèi)自主技術(shù)的推廣和使用。2、NHD氣體凈化工藝為國內(nèi)擁有知識產(chǎn)權(quán)，投資也較低，甲醇洗低，但是運(yùn)行費(fèi)用高，對有機(jī)硫吸收能力差。3、由于我國各地煤種千差萬別，所以氣體中硫含量也差別較大。上述兩種工藝溶劑再生后，酸性氣體有H2S濃度低，氣量不大的特點(diǎn)，所以采用單一常規(guī)CLAUS工藝，根本無法滿足國家氣體排放標(biāo)準(zhǔn)。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明為了解決現(xiàn)有技術(shù)中在制備甲醇的過程時煤氣化和氣體凈化中存在的問題而提供了一種甲醇生產(chǎn)工藝。
本發(fā)明是由以下技術(shù)方案實(shí)現(xiàn)的，一種甲醇生產(chǎn)工藝，包括下列步驟一、空分制氧，本步驟采用分子篩吸附，增壓透平膨脹制冷，全填料精餾，液壓內(nèi)壓縮流程生產(chǎn)液氧、液氮。
二、煤氣化，本步驟采用非溶渣一溶渣兩段氣化爐，(該裝置的專利號為02235127.2。)水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1300～1400℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至200～210℃，壓力為3.7～3.9MPa，氣體中各個成分含量為CO40～46％、H233～40％、CO217～22％、CH4400～1500×106-。
三、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的200～210℃，壓力為3.7～3.9MPa的飽和水煤氣再降溫至175～180℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在300～400℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到170～180℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到35～40℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.4～3.6MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收。H2S降至20mg/Nm3；(2)從脫硫工段來的壓力為3.3-3.5MPa(含CO225％)的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液逆流接觸。CO2降至5％(V)。
(3)、絡(luò)合鐵脫硫，在步驟(1)結(jié)束后，從吸收塔底出來的位阻胺液減壓后，經(jīng)溶液換熱器換熱，進(jìn)入閃蒸槽，在0.4MPa的壓力下，將溶液中的H2、CO、及部分CO2閃蒸出來，閃蒸氣中H2S含量在1000～1500mg/Nm3，出再生塔頂?shù)拈W蒸氣(CO2和H2S)，送往絡(luò)合鐵脫硫工序。
在步驟(2)結(jié)束后，從吸收塔底出來的溶液經(jīng)減壓后，進(jìn)入一閃塔進(jìn)行高壓閃蒸，閃蒸出的氣體送至絡(luò)合鐵脫硫工序。由一閃塔底部出來的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液進(jìn)入二閃塔，進(jìn)行低壓閃蒸，閃蒸出來的二氧化碳?xì)怏w送至絡(luò)合鐵脫硫工序。
將步驟(1)和(2)中產(chǎn)生的閃蒸氣采用絡(luò)合鐵脫硫，壓力為0.06Map下，進(jìn)入絡(luò)合鐵吸收塔，與絡(luò)合鐵脫硫液逆流接觸。再生氣H2S含量小于10mg/Nm3，四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體(CO約25％，CO25％、H2約68％)在壓力為6.48～6.8MPa的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
本發(fā)明的技術(shù)優(yōu)勢兩段式煤氣化工藝中CO2在氣化爐中和O2反應(yīng)生成CO，既減少了CO2排放，又增加了氣體有效成分，各項(xiàng)工藝指標(biāo)有所改善。有效成分(CO+H2)≥85％，比德士古提高2個百分點(diǎn)，碳轉(zhuǎn)化率≥98％，比德士古提高1.5個百分點(diǎn)。
工藝氣體自兩段爐出來經(jīng)除塵后直接進(jìn)入變換系統(tǒng)，變換后采用位阻胺和MDEA雙級脫硫脫碳，以滿足甲醇生產(chǎn)要求。解吸氣(其中大部分為CO2)，采取鉻合鐵吸收其中H2S，以保證CO2供尿素、液體CO2生產(chǎn)需要。鉻合鐵溶液采取噴射氧化再生，硫回收連續(xù)熔硫，得到單質(zhì)硫.在本流程中位阻胺和MDEA采用加熱減壓再生，無任何液氣排放，對環(huán)境友好。
本發(fā)明在制備甲醇的前處理過程中采用的兩段式煤氣化工藝和氣體凈化工藝，突破了常規(guī)思維，有效地克服國外裝置的不足，工藝流程設(shè)計和設(shè)備制造全部國產(chǎn)化，具有投資省、建設(shè)周期短、自動化程度高、安全運(yùn)行系數(shù)高、易于操作等特點(diǎn)。
具體實(shí)施例方式
實(shí)施例1一種甲醇生產(chǎn)工藝，包括下列步驟，(一)、空分制氧，該步驟為本領(lǐng)域技術(shù)人員熟知的常規(guī)工藝(二)、煤氣化，本步驟采用非溶渣-溶渣兩段氣化爐，水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1300℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至200℃，壓力為3.7MPa，(三)、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的200℃，壓力為3.7MPa的飽和水煤氣再降溫至175℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在300℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到170℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到35℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.4MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收，位阻胺脫硫液的配制，位阻胺和水的質(zhì)量比例為1∶2～2.5。
(2)從脫硫工段來的壓力為3.3MPa的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液逆流接觸，MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液的配比為，MDEA和水質(zhì)量比例1∶1～1.5。
(3)、絡(luò)合鐵脫硫，在步驟(1)結(jié)束后，從吸收塔底出來的位阻胺液減壓后，經(jīng)溶液換熱器換熱，進(jìn)入閃蒸槽，在0.4MPa的壓力下，將溶液中的H2、CO、及部分CO2閃蒸出來，閃蒸氣中H2S含量在1000~1500mg/Nm3，出再生塔頂?shù)拈W蒸氣(CO2和H2S)，送往絡(luò)合鐵脫硫工序。
在步驟(2)結(jié)束后，從吸收塔底出來的溶液經(jīng)減壓后，進(jìn)入一閃塔進(jìn)行高壓閃蒸，閃蒸出的氣體送至絡(luò)合鐵脫硫工序。由一閃塔底部出來的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液進(jìn)入二閃塔，進(jìn)行低壓閃蒸，閃蒸出來的二氧化碳?xì)怏w送至絡(luò)合鐵脫硫工序。該步驟中的高壓及低壓均為本領(lǐng)域技術(shù)人員的常規(guī)理解概念，所用閃蒸設(shè)備也是公知設(shè)備。
將步驟(1)和(2)中產(chǎn)生的閃蒸氣采用絡(luò)合鐵脫硫，壓力為0.06Map左右，進(jìn)入絡(luò)合鐵吸收塔，與絡(luò)合鐵脫硫液逆流接觸。再生氣H2S含量小于10mg/Nm3，絡(luò)合鐵脫硫液的配制比例為，1000kg水中加入10～20kg絡(luò)合鐵脫硫劑、30～40kg純堿、30～40kg小蘇打、10～20kg亞鐵鹽。亞鐵鹽如硫酸亞鐵、氯化亞鐵等。絡(luò)合鐵脫硫劑一般使用南化研究院的產(chǎn)品。
四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體在壓力為6.48MPA的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
實(shí)施例2一種甲醇生產(chǎn)工藝，包括下列步驟，(一)、空分制氧，(二)、煤氣化，本步驟采用非溶渣一溶渣兩段氣化爐，水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1400℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至206℃，壓力為3.9MPa，(三)、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的206℃，壓力為3.9MPa的飽和水煤氣再降溫至180℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在400℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到175℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到40℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.6MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收，(2)從脫硫工段來的壓力為3.4MPa的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液逆流接觸，(3)、絡(luò)合鐵脫硫，在步驟(1)結(jié)束后，從吸收塔底出來的位阻胺液減壓后，經(jīng)溶液換熱器換熱，進(jìn)入閃蒸槽，在0.4MPa的壓力下，將溶液中的H2、CO、及部分CO2閃蒸出來，閃蒸氣中H2S含量在1000~1500mg/Nm3，出再生塔頂?shù)拈W蒸氣(CO2和H2S)，送往絡(luò)合鐵脫硫工序。
在步驟(2)結(jié)束后，從吸收塔底出來的溶液經(jīng)減壓后，進(jìn)入一閃塔進(jìn)行高壓閃蒸，閃蒸出的氣體送至絡(luò)合鐵脫硫工序。由一閃塔底部出來的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液進(jìn)入二閃塔，進(jìn)行低壓閃蒸，閃蒸出來的二氧化碳?xì)怏w送至絡(luò)合鐵脫硫工序。
將步驟(1)和(2)中產(chǎn)生的閃蒸氣采用絡(luò)合鐵脫硫，壓力為0.06Map左右，進(jìn)入絡(luò)合鐵吸收塔，與絡(luò)合鐵脫硫液逆流接觸。再生氣H2S含量小于10mg/Nm3，四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體在壓力為6.8MPA的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
實(shí)施例3一種甲醇生產(chǎn)工藝，包括下列步驟，(一)、空分制氧，(二)、煤氣化，本步驟采用非溶渣-溶渣兩段氣化爐，水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1350℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至210℃，壓力為3.85MPa，(三)、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的210℃，壓力為3.85MPa的飽和水煤氣再降溫至180℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在370～380℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到180℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到37℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.6MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收，(2)從脫硫工段來的壓力為3.5MPa的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液逆流接觸，四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體在壓力為6.6MPa的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
權(quán)利要求
1.一種甲醇生產(chǎn)工藝，其特征在于包括下列步驟，(一)、空分制氧，(二)、煤氣化，本步驟采用非溶渣—溶渣兩段氣化爐，水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1300～1400℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至200～210℃，壓力為3.7～3.9MPa，(三)、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的200～210℃，壓力為3.7～3.9MPa的飽和水煤氣再降溫至175～180℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在300～400℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到170～180℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到35～40℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.4～3.6MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收，(2)從脫硫工段來的壓力為3.3-3.5MPa的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA溶液逆流接觸，四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體在壓力為6.48～6.8MPa的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的甲醇生產(chǎn)工藝，其特征在于在步驟(三)中附加步驟(3)、絡(luò)合鐵脫硫，在步驟(1)結(jié)束后，從吸收塔底出來的位阻胺液減壓后，經(jīng)溶液換熱器換熱，進(jìn)入閃蒸槽，在0.4MPa的壓力下，將溶液中的H2、CO、及部分CO2閃蒸出來，閃蒸氣中H2S含量在1000～1500mg/Nm3，出再生塔頂?shù)拈W蒸氣(CO2和H2S)，送往絡(luò)合鐵脫硫工序。在步驟(2)結(jié)束后，從吸收塔底出來的溶液經(jīng)減壓后，進(jìn)入一閃塔進(jìn)行高壓閃蒸，閃蒸出的氣體送至絡(luò)合鐵脫硫工序。由一閃塔底部出來的MDEA(N-甲基二乙醇胺)溶液進(jìn)入二閃塔，進(jìn)行低壓閃蒸，閃蒸出來的二氧化碳?xì)怏w送至絡(luò)合鐵脫硫工序，絡(luò)合鐵脫硫工序，將步驟(1)和(2)中產(chǎn)生的閃蒸氣采用絡(luò)合鐵脫硫，壓力為0.06Map下，進(jìn)入絡(luò)合鐵吸收塔，與絡(luò)合鐵脫硫液逆流接觸。
3.根據(jù)權(quán)利要求1或2所述的甲醇生產(chǎn)工藝，其特征在于包括下列步驟，(一)、空分制氧，(二)、煤氣化，本步驟采用非溶渣—溶渣兩段氣化爐，水煤漿進(jìn)入氣化爐頂部的燒嘴，和從燒嘴中心管進(jìn)來的CO2，并和爐體上方兩噴嘴對噴的氧氣進(jìn)行混合燃燒得到原料氣體，反應(yīng)溫度在1350℃，高溫氣體經(jīng)過冷卻和洗滌溫度降至210℃，壓力為3.85MPa，(三)、變換及脫硫、脫碳，將煤氣化工段來的210℃，壓力為3.85MPa的飽和水煤氣再降溫至180℃進(jìn)入變換爐，變換溫度控制在370～380℃，CO和水反應(yīng)，最后使CO含量降到17～19％，變換后的氣體降溫到180℃進(jìn)入有機(jī)硫水解槽，使有機(jī)硫轉(zhuǎn)變?yōu)闊o機(jī)硫，再使氣體降溫到37℃進(jìn)入脫硫工序，(1)脫硫，從變換系統(tǒng)來的變換氣壓力為3.6MPa，首先送入脫硫塔下部，與從該塔上部入塔的位阻胺脫硫液逆流接觸，氣體中的H2S和部分CO2被溶液吸收，(2)從脫硫工段來的壓力為3.5MPa的變換氣，從脫碳吸收塔底部進(jìn)入吸收塔，與從塔上部的MDEA溶液逆流接觸，四、合成、精餾，將上步驟制得的原料氣體在壓力為6.6MPa的壓力下合成粗甲醇，再通過精餾制得精甲醇。
全文摘要
本發(fā)明涉及以煤為原料制備甲醇的技術(shù)，具體為一種甲醇生產(chǎn)工藝。解決了現(xiàn)有技術(shù)中在制備甲醇的過程時煤氣化和氣體凈化中存在的問題。包括下列步驟，空分制氧，煤氣化，變換及脫硫、脫碳，合成、精餾。本發(fā)明在制備甲醇的前處理過程中采用的兩段式煤氣化工藝和氣體凈化工藝，突破了常規(guī)思維，有效地克服國外裝置的不足，工藝流程設(shè)計和設(shè)備制造全部國產(chǎn)化，具有投資省、建設(shè)周期短、自動化程度高、安全運(yùn)行系數(shù)高、易于操作等特點(diǎn)。
文檔編號C07C31/00GK1962586SQ200610162060
公開日2007年5月16日 申請日期2006年12月11日 優(yōu)先權(quán)日2006年12月11日
發(fā)明者董海水, 馬安民, 王中剛, 韓喜民, 柳小峰, 吳存?zhèn)}, 王啟波, 趙東興 申請人:山西豐喜肥業(yè)(集團(tuán))股份有限公司臨猗分公司