一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)及其使用方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)，包括依次串聯(lián)的氣化爐、洗滌塔、變換爐、第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置和乙醇合成裝置；所述洗滌塔還依次串聯(lián)有第二凈化塔、低溫冷箱、第二壓縮裝置，所述第二壓縮裝置與所述醋酸合成裝置相連；所述變換塔還依次串聯(lián)有第三凈化裝置、PSA制氫裝置，所述PSA制氫裝置的出口與所述乙醇合成裝置相連，所述PSA制氫裝置的尾氣出口與所述變換爐相連，所述低溫冷箱的尾氣出口與所述變換爐相連。本發(fā)明還提供了采用所述系統(tǒng)進(jìn)行聯(lián)產(chǎn)生產(chǎn)的方法，所述方法簡便、成本低，可以生產(chǎn)甲醇，也可以生產(chǎn)燃料乙醇，完全可以根據(jù)市場需求調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)。
【專利說明】一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)及其使用方法

【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及化工產(chǎn)品生產(chǎn)設(shè)備領(lǐng)域，特別是涉及一種甲醇與深加工乙醇汽油的系統(tǒng)及其使用方法。

【背景技術(shù)】
[0002]隨著我國能源政策的變革，30多年經(jīng)濟(jì)高速發(fā)展，大量資金涌入能源開發(fā)領(lǐng)域(尤其是煤炭資源)的建設(shè)。我國現(xiàn)有能源結(jié)構(gòu)為缺油、少氣、富煤的基本格局。目前化肥、化工生產(chǎn)基本都是以煤碳為原料，造成化肥行業(yè)投資大，能耗高。而且往往產(chǎn)品單一，一旦主產(chǎn)品受阻，無法調(diào)整。同時(shí)我國煤炭產(chǎn)地大部分分布在內(nèi)蒙、陜西、新疆等西部地區(qū)，而發(fā)達(dá)的農(nóng)業(yè)生產(chǎn)地區(qū)又遠(yuǎn)離能源基地，造成運(yùn)輸成本高。這些都給化肥、化工企業(yè)帶來致命的不利影響。


【發(fā)明內(nèi)容】

[0003]本發(fā)明要解決的技術(shù)問題是提供一種結(jié)構(gòu)簡單、成本低、操作簡便的甲醇與深加工乙醇汽油的系統(tǒng)和采用所述系統(tǒng)進(jìn)行的聯(lián)產(chǎn)方法，所述方法可以生產(chǎn)甲醇，也可以生產(chǎn)燃料乙醇。
[0004]一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)，其包括依次串聯(lián)的氣化爐、洗滌塔、變換爐、第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置和乙醇合成裝置；所述洗滌塔還依次串聯(lián)有第二凈化塔、低溫冷箱、第二壓縮裝置，所述第二壓縮裝置與所述醋酸合成裝置相連；所述變換塔還依次串聯(lián)有第三凈化裝置、PSA制氫裝置，所述PSA制氫裝置的出口與所述乙醇合成裝置相連，所述PSA制氫裝置的尾氣出口與所述變換爐相連，所述低溫冷箱的尾氣出口與所述變換爐相連；所述系統(tǒng)還包括溶劑再生系統(tǒng)，其分別與所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔相連；
[0005]其中，所述第一壓縮機(jī)為離心式甲醇合成氣壓縮機(jī)，所述第二壓縮裝置為CO壓縮機(jī)；所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑；所述甲醇合成塔采用列管式反應(yīng)器，其內(nèi)部裝有催化劑。
[0006]一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其包括如下步驟:
[0007]煤或水煤漿經(jīng)氣化爐氣化、洗滌塔洗滌后分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2，用于生產(chǎn)CO的部分依次經(jīng)過第二凈化塔、低溫冷箱后得到高純度CO氣體；用于生產(chǎn)H2的部分依次經(jīng)過第三凈化塔和PSA制氫裝置后得到高純度氫氣；用于生產(chǎn)甲醇的部分依次經(jīng)過第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置，在所述醋酸合成裝置中與所述高純度CO氣體混合制備醋酸，將所述醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與所述高純度氫氣反應(yīng)合成乙醇。
[0008]本發(fā)明所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其包括如下步驟:
[0009](I)原料為煤或者水煤漿，所述煤為經(jīng)捧磨機(jī)破碎后粒度控制在8目-325目之間的干煤粉，所述水煤漿的濃度為60% (重量百分比)，所述原料在氣化爐中氣化，所述氣化爐的溫度比所述原料的熔點(diǎn)溫度高50°C，操作壓力為6.5-8.7Mpa ;反應(yīng)后的氣體經(jīng)冼滌塔冼滌除去夾帶的煤顆粒和灰塵后得到粗合成氣，其包括體積百分比大于76%的CO和H2的有效氣，其余為C02、N2, CH4, Ar、H2S,將所述粗合成氣分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2,
[0010]用于生產(chǎn)CO的部分直接依次進(jìn)入第二凈化塔，經(jīng)過低溫甲醇洗脫硫脫碳后進(jìn)入低溫冷箱，在低溫下把CO與合成氣的其它組分分離，制得純度大于99%的高純度CO，經(jīng)第二壓縮裝置加壓至3.0MPa后送往醋酸合成裝置；
[0011]用于生產(chǎn)甲醇的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，再分為兩部分，一部分經(jīng)過變換爐變換后形成CO2和H2輸出，另一部分不經(jīng)過變換輸出，兩部分氣體混合，得到H2/C0體積比為2-2.05之間的變換氣，經(jīng)過第一凈化塔脫硫脫碳后通過離心式甲醇合成壓縮機(jī)提壓至7.5-8.0MPa，送往甲醇合成塔；
[0012]用于生產(chǎn)H2的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，全部經(jīng)過變換爐變換后形成H2,經(jīng)過第三凈化塔脫硫脫碳后送往PSA制氫裝置制造高純度氫氣；
[0013]溶劑再生系統(tǒng)將第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中的吸收CO2后的溶劑再生處理后輸送回第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中繼續(xù)使用；
[0014](2)在甲醇合成塔中CC^PH2合成甲醇，輸送至醋酸合成裝置中與所述低溫冷箱制備得到的高純度CO混合生成醋酸，合成壓力為2.8MPa ；
[0015](3)將醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與PSA制氫裝置制備得到的高純度氫氣混合制備乙醇。
[0016]本發(fā)明所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其中所述變換爐在變換過程中采用鈷、鑰系列催化劑，控制溫度在420-460°C之間，變換操作壓力為6.0MPa ;所述甲醇合成塔中采用銅基系列催化劑催化進(jìn)行甲醇的合成；在所述醋酸合成裝置中甲醇和CO在銠系催化劑存在的的條件下羰基合成而成。
[0017]本發(fā)明所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其中所述低溫甲醇冼操作壓力為5.5MPa，所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔的操作溫度-65°C。
[0018]本發(fā)明所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其中所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑，采用變壓吸附的方法制備高純度氫氣，變壓吸附壓力為
4.0MPa，制備壓力為3.5MPa。
[0019]本發(fā)明所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其中所述PSA制氫裝置變壓吸附的富CO尾氣與所述低溫冷箱的富氫尾氣經(jīng)加壓后送至所述變換爐中回收利用。
[0020]本發(fā)明甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法與現(xiàn)有技術(shù)不同之處在于:本發(fā)明甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法主要在凈化工序由于要運(yùn)行三種不同組分的氣體，要制得高純CO、高純H2、和適合生產(chǎn)甲醇的(H/C0 = 2)的合成氣，所以在凈化工序的吸收塔的配置上要考慮周密，使所需工藝氣體能暢通流動(dòng)，滿足需要。而溶液的再生系統(tǒng)還是合并成一套。另外這個(gè)流程工藝較長，可以生產(chǎn)甲醇，也可以生產(chǎn)燃料乙醇，完全可以根據(jù)市場需求調(diào)整產(chǎn)品結(jié)構(gòu)。
[0021]本發(fā)明所述方法與本企業(yè)現(xiàn)有裝置的實(shí)際情況和周邊市場的需求結(jié)合起來，選擇符合本企業(yè)改造和發(fā)展的最佳配置，這樣才能使單一的化肥企業(yè)邁出困境，走上欣欣向榮的局面。
[0022]本發(fā)明甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法中通過生產(chǎn)系統(tǒng)中各個(gè)裝置的特殊連接方式和生產(chǎn)中各個(gè)設(shè)備參數(shù)的設(shè)置的結(jié)合，形成了一套最優(yōu)的生產(chǎn)方法，本發(fā)明系統(tǒng)中的各個(gè)裝置為現(xiàn)有技術(shù)，而本發(fā)明的重點(diǎn)在于將各個(gè)現(xiàn)有的裝置用特殊的連接方式組合起來，形成了最優(yōu)的生產(chǎn)設(shè)備。
[0023]下面結(jié)合附圖對本發(fā)明的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)及方法作進(jìn)一步說明。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0024]圖1為本發(fā)明甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)示意圖。

【具體實(shí)施方式】
[0025]實(shí)施例1
[0026]如圖1所示，本發(fā)明甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)包括依次串聯(lián)的氣化爐、洗滌塔、變換爐、第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置和乙醇合成裝置；所述洗滌塔還依次串聯(lián)有第二凈化塔、低溫冷箱、第二壓縮裝置，所述第二壓縮裝置與所述醋酸合成裝置相連；所述變換塔還依次串聯(lián)有第三凈化裝置、PSA制氫裝置，所述PSA制氫裝置的出口與所述乙醇合成裝置相連，所述PSA制氫裝置的尾氣出口與所述變換爐相連，所述低溫冷箱的尾氣出口與所述變換爐相連；所述系統(tǒng)還包括溶劑再生系統(tǒng)，其分別與所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔相連；
[0027]其中，所述第一壓縮機(jī)為離心式甲醇合成氣壓縮機(jī)，所述第二壓縮裝置為CO壓縮機(jī)；所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑；所述甲醇合成塔采用列管式反應(yīng)器，其內(nèi)部裝有催化劑。
[0028]采用本發(fā)明所述的系統(tǒng)實(shí)施的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其包括如下步驟:
[0029]煤或水煤漿經(jīng)氣化爐氣化、洗滌塔洗滌后分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2，用于生產(chǎn)CO的部分依次經(jīng)過第二凈化塔、低溫冷箱后得到高純度CO氣體；用于生產(chǎn)H2的部分依次經(jīng)過第三凈化塔和PSA制氫裝置后得到高純度氫氣；用于生產(chǎn)甲醇的部分依次經(jīng)過第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置，在所述醋酸合成裝置中與所述高純度CO氣體混合制備醋酸，將所述醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與所述高純度氫氣反應(yīng)合成乙醇。
[0030]實(shí)施例2
[0031]一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其包括如下步驟:
[0032](I)原料為煤或者水煤漿，所述煤為經(jīng)捧磨機(jī)破碎后粒度控制在8目-325目之間的干煤粉，所述水煤漿的濃度為60% (重量百分比)；所述原料在氣化爐中氣化，所述氣化爐的溫度比所述原料的熔點(diǎn)溫度高50°C，操作壓力為6.5-8.7Mpa ;反應(yīng)后的氣體經(jīng)冼滌塔冼滌除去夾帶的煤顆粒和灰塵后得到粗合成氣，其包括體積百分比大于76%的CO和H2的有效氣，其余為C02、N2, CH4, Ar、H2S,將所述粗合成氣分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2 ；
[0033]用于生產(chǎn)CO的部分直接依次進(jìn)入第二凈化塔，經(jīng)過低溫甲醇洗脫硫脫碳后進(jìn)入低溫冷箱，在低溫下把CO與合成氣的其它組分分離，制得純度大于99%的高純度CO，經(jīng)第二壓縮裝置加壓至3.0MPa后送往醋酸合成裝置；
[0034]用于生產(chǎn)甲醇的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，再分為兩部分，一部分經(jīng)過變換爐變換后形成CO2和H2輸出，另一部分不經(jīng)過變換輸出，兩部分氣體混合，得到H2/C0體積比為2-2.05之間的變換氣，經(jīng)過第一凈化塔脫硫脫碳后通過離心式甲醇合成壓縮機(jī)提壓至7.5-8.0MPa，送往甲醇合成塔；
[0035]用于生產(chǎn)H2的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，全部經(jīng)過變換爐變換后形成H2,經(jīng)過第三凈化塔脫硫脫碳后送往PSA制氫裝置制造高純度氫氣；
[0036]溶劑再生系統(tǒng)將第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中的吸收CO2后的溶劑再生處理后輸送回第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中繼續(xù)使用；
[0037](2)在甲醇合成塔中CC^PH2合成甲醇，輸送至醋酸合成裝置中與所述低溫冷箱制備得到的高純度CO混合生成醋酸，合成壓力為2.8MPa ；
[0038](3)將醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與PSA制氫裝置制備得到的高純度氫氣混合制備乙醇。
[0039]所述變換爐在變換過程中采用鈷、鑰系列催化劑，控制溫度在420-460°C之間，變換操作壓力為6.0MPa ;所述甲醇合成塔中采用銅基系列催化劑催化進(jìn)行甲醇的合成；在所述醋酸合成裝置中甲醇和CO在銠系催化劑存在的的條件下羰基合成而成。所述低溫甲醇冼操作壓力為5.5MPa，所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔的操作溫度-65°C。所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑，采用變壓吸附的方法制備高純度氫氣，變壓吸附壓力為4.0MPa,制備壓力為3.5MPa。所述PSA制氫裝置變壓吸附的富CO尾氣與所述低溫冷箱的富氫尾氣經(jīng)加壓后送至所述變換爐中回收利用。
[0040]以下對本發(fā)明的各個(gè)工序進(jìn)行詳細(xì)介紹:
[0041]1、氣化工序；
[0042]目前比較成熟的工藝為水煤漿和干煤粉二種，這二種氣化工藝都可以用在這個(gè)裝置上，水煤漿氣化技術(shù)主要有美國GE公司、中國西安煤化工研究院多元料槳?dú)饣に?、華東理工大學(xué)的四噴嘴氣化工藝技術(shù)等。干煤粉主要是謝爾(Shell)氣化、GSP氣化、航天爐氣化等專利技術(shù)。但如生產(chǎn)規(guī)模較大，應(yīng)采用水煤漿氣化工藝，因此方法氣化最高操作壓力可以達(dá)到8.7MPa(國內(nèi)有二套生產(chǎn)合成氨的運(yùn)行業(yè)績，正在建第三套生產(chǎn)甲醇的裝置)。而干法氣化最高壓力只有4.0MPa0本發(fā)明生產(chǎn)系統(tǒng)先要生產(chǎn)甲醇，而且規(guī)模較大，生產(chǎn)能力應(yīng)達(dá)到90萬噸/年-120萬噸/年，所以應(yīng)采用高壓氣化工藝比較節(jié)能和降低投資。
[0043]氣化采用的原料煤要求，主要是灰熔點(diǎn)低(流動(dòng)溫度小于1350°C )、灰分低、成漿性好就能滿足水煤漿生產(chǎn)的需要。
[0044]原料煤經(jīng)捧磨機(jī)破碎后粒度控制在8目一325目之間，水煤漿濃度為60% (重量)左右。氣化爐操作溫度控制在原料煤灰熔點(diǎn)以上50°C，一般小于1350°C。操作壓力
6.5-8.7MPa。
[0045]氣化爐內(nèi)主要進(jìn)行如下化學(xué)反應(yīng):
[0046]C+02-C02+Q
[0047]C+C02-2C0-Q
[0048]C+H20--------C0+-Q
[0049]C+2H20-------2H2+C0-Q
[0050]CH4+H20--------3H2+C0-Q
[0051 ] CH4+202--------2H20+C02+Q
[0052]CH4+H20--------3H2+C0-Q
[0053]CH4-------------C+2H2-Q
[0054]H2+C02--------2H2+C02_Q
[0055]反應(yīng)后生成粗合成氣主要成份是有效氣(CCHH2)大于76 % (體積)，其余是C02、N2, CH4, Ar、H2S,此粗合成氣經(jīng)冼滌塔冼滌除去夾帶的煤顆粒和灰塵后溫度在236°C左右進(jìn)入變換工序。
[0056]2、變換工序:
[0057]首先要生產(chǎn)高純CO的粗合成氣氣體不經(jīng)變換。而生產(chǎn)甲醇和H2的氣體都要經(jīng)過此變換工序。
[0058]變換采用耐硫變換工藝，也即粗合成氣先變換再脫硫。
[0059]在變換爐內(nèi)進(jìn)行如下化學(xué)反應(yīng):
[0060]C0+H20-----H2+CO2+Q
[0061]此反應(yīng)要采用催化劑，在這里采用的是鈷、鑰系列催化劑，控制溫度在420--460°C之間。變換操作壓力6.0MPa。
[0062]由于生產(chǎn)燃料乙醇采用的是醋酸加氫專利技術(shù)，所以要在此有部分粗合成氣需將CO經(jīng)三段變換后生成氫氣。此高濃度氫氣經(jīng)脫硫、脫碳后將送往PSA制造高純氫。而生產(chǎn)甲醇需要CO和H2,所以此部分生產(chǎn)甲醇的粗合成氣就不需要全部進(jìn)行變換，而將部分不經(jīng)變換的粗合成氣與變換后的氣體混合，控制H2/C0 = = 2-2.05之間的變換氣，經(jīng)脫硫脫碳后送甲醇合成工序生產(chǎn)甲醇。
[0063]3、凈化工序:
[0064]不論生產(chǎn)高純CO、高純H2和甲醇合成氣(都必須脫除對各種對催化劑有害的CO2和H2S、COS等組份。
[0065]脫除CO2和硫化物有多種工藝，而在此采用低溫甲醇冼方法。
[0066]低溫甲醇冼系指在一定壓力和低溫下，用甲醇溶劑把氣體中所含有的酸性氣體組分，如C02、H2S, COS和硫醇有害物質(zhì)脫除的工藝過程。由于甲醇吸收酸性氣體屬于物理吸收，其理論基礎(chǔ)是亨利定律。其表達(dá)式為:
[0067]P = = KX
[0068]式中P—操作壓力。
[0069]K—亨利系數(shù)。
[0070]X—溶質(zhì)的分鐘份數(shù)；
[0071]在溶劑進(jìn)行吸收時(shí)，根據(jù)亨利定律壓力越高，溫度越低，單位溶劑吸收的溶質(zhì)量越多，因此我們總是選在高壓、低溫下進(jìn)行吸收。同樣根據(jù)亨利定律，壓力越低，溫度越高，越有利于溶質(zhì)的解吸，因此選擇溶劑解吸的方法是減壓加汽提的雙重辦法。
[0072]從亨利公式看出:P越高則X越大，表示溶解在溶劑中的溶質(zhì)越多，K值的大、小時(shí)隨溶質(zhì)、溶劑的不同而差異。溶劑甲醇是極性分子因此對同時(shí)極性分子的溶質(zhì)co2\H2s等的吸收量就遠(yuǎn)大于非極性分子的H2、C0、Ar等的吸收量。即溶劑甲醇對溶質(zhì)C02、H2S和H2、N2、CO、Ar的K值是不同的，而是吸收CO2和H2S大大高于其它非極性氣體。
[0073]由于必須有三種不同組分的氣體需要通過低溫甲醇冼洗滌，所以必須設(shè)置三臺CO2吸收塔(即凈化塔)通過三股不同組份的氣體。而溶劑再生系統(tǒng)設(shè)置一套共用。
[0074]低溫甲醇冼操作壓力5.5MPa，CO2吸收塔操作溫度-65 °C，
[0075]4、高純CO制取:
[0076]為了滿足醋酸羰基合成原料氣-CO的需求，本裝置設(shè)立了 CO冷箱制取工序，將粗合成氣經(jīng)低溫甲醇冼脫硫脫碳后即進(jìn)入低溫冷箱，在低溫下把CO與合成氣的其它組分分離，制得純度大于99%的高純CO，經(jīng)加壓至3.0MPa送往醋酸羰基合成工序。冷箱的富氫尾氣經(jīng)加壓后回收利用。
[0077]5、甲醇合成工序；
[0078]甲醇合成在甲醇合成塔內(nèi)進(jìn)行如下化學(xué)反應(yīng):
[0079]C0+2H2-----CH3OH+Q
[0080]此反應(yīng)必須在催化劑存在的情況下發(fā)生。其催化劑采用銅基系列產(chǎn)品。甲醇合成塔采用列管式反應(yīng)器，管內(nèi)裝催化劑，管外副產(chǎn)蒸汽。大型甲醇合成系統(tǒng)操作壓力在
7.5—8.0MPa，所以在低溫甲醇冼后要設(shè)置離心式甲醇合成氣壓縮機(jī)，用蒸汽驅(qū)動(dòng)，此壓縮機(jī)的作用一方面可以把凈化氣提高壓力至8.0ΜΡΑ，另一方面也作為甲醇合成系統(tǒng)的循環(huán)氣的提壓。
[0081]6、醋酸合成工序:
[0082]醋酸是由甲醇與CO在存在銠系催化劑的條件下羰基合成而成。合成壓力在
2.8MPa 左右。
[0083]其反應(yīng)方程式為:CH30H+C0-----CH3COOH
[0084]7、PSA制氫工序:
[0085]為了滿足乙醇合成需求，本裝置設(shè)立了 PSA制氫工序。采用了十臺變壓吸附器(內(nèi)裝吸附劑)，利用吸附劑變壓吸附的機(jī)理制取高純氫氣。變壓吸附的吸附壓力為4.0PMa，可制取壓力為3.5MPa，純度為99.5%的高純氫氣，送往乙醇合成工序。變壓吸附的富CO尾氣與制CO的冷箱尾氣合并經(jīng)加壓后回收利用(回收至變換工序)。目前國內(nèi)PSA技術(shù)已十分成熟，各煉油化工企業(yè)都由大型PSA運(yùn)行業(yè)績，但具體選擇何種PSA制氫系統(tǒng)還需要具體考慮。
[0086]8、乙醇合成工序:
[0087]美國塞拉尼斯公司首先在全球開發(fā)了醋酸加氫在銠催化劑作用下生產(chǎn)乙醇汽油的新工藝。乙醇合成的化學(xué)反應(yīng)為:
[0088]CH3C00H+H2-----CH3CH20H+Q
[0089]此方法的研發(fā)成功，可以取代目前國內(nèi)菜油玉米生產(chǎn)乙醇汽油的生產(chǎn)工藝，為大大節(jié)約糧食而做出貢獻(xiàn)。
[0090]以上所述的實(shí)施例僅僅是對本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式進(jìn)行描述，并非對本發(fā)明的范圍進(jìn)行限定，在不脫離本發(fā)明設(shè)計(jì)精神的前提下，本領(lǐng)域普通技術(shù)人員對本發(fā)明的技術(shù)方案作出的各種變形和改進(jìn)，均應(yīng)落入本發(fā)明權(quán)利要求書確定的保護(hù)范圍內(nèi)。
【權(quán)利要求】
1.一種甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)系統(tǒng)，其特征在于: 包括依次串聯(lián)的氣化爐、洗滌塔、變換爐、第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置和乙醇合成裝置；所述洗滌塔還依次串聯(lián)有第二凈化塔、低溫冷箱、第二壓縮裝置，所述第二壓縮裝置與所述醋酸合成裝置相連；所述變換塔還依次串聯(lián)有第三凈化裝置、PSA制氫裝置，所述PSA制氫裝置的出口與所述乙醇合成裝置相連，所述PSA制氫裝置的尾氣出口與所述變換爐相連，所述低溫冷箱的尾氣出口與所述變換爐相連；所述系統(tǒng)還包括溶劑再生系統(tǒng)，其分別與所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔相連； 其中，所述第一壓縮機(jī)為離心式甲醇合成氣壓縮機(jī)，所述第二壓縮裝置為CO壓縮機(jī)；所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑；所述甲醇合成塔采用列管式反應(yīng)器，其內(nèi)部裝有催化劑。
2.采用權(quán)利要求1所述的系統(tǒng)實(shí)施的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:包括如下步驟: 煤或水煤漿經(jīng)氣化爐氣化、洗滌塔洗滌后分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2，用于生產(chǎn)CO的部分依次經(jīng)過第二凈化塔、低溫冷箱后得到高純度CO氣體；用于生產(chǎn)H2的部分依次經(jīng)過第三凈化塔和PSA制氫裝置后得到高純度氫氣；用于生產(chǎn)甲醇的部分依次經(jīng)過第一凈化塔、第一壓縮裝置、甲醇合成塔、醋酸合成裝置，在所述醋酸合成裝置中與所述高純度CO氣體混合制備醋酸，將所述醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與所述高純度氫氣反應(yīng)合成乙醇。
3.根據(jù)權(quán)利要求2所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:包括如下步驟: (1)原料為煤或者水煤漿，所述煤為經(jīng)捧磨機(jī)破碎后粒度控制在8目-325目之間的干煤粉，所述水煤漿的濃度為60% (重量百分比)，所述原料在氣化爐中氣化，所述氣化爐的溫度比所述原料的熔點(diǎn)溫度高50°C，操作壓力為6.5-8.7Mpa ;反應(yīng)后的氣體經(jīng)冼滌塔冼滌除去夾帶的煤顆粒和灰塵后得到粗合成氣，其包括體積百分比大于76%的CO和H2的有效氣，其余為C02、N2, CH4, Ar、H2S,將所述粗合成氣分為三部分，分別用于生產(chǎn)CO、生產(chǎn)甲醇和H2, 用于生產(chǎn)CO的部分直接依次進(jìn)入第二凈化塔，經(jīng)過低溫甲醇洗脫硫脫碳后進(jìn)入低溫冷箱，在低溫下把CO與合成氣的其它組分分離，制得純度大于99%的高純度CO，經(jīng)第二壓縮裝置加壓至3.0MPa后送往醋酸合成裝置； 用于生產(chǎn)甲醇的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，再分為兩部分，一部分經(jīng)過變換爐變換后形成CO2和H2輸出，另一部分不經(jīng)過變換輸出，兩部分氣體混合，得到H2/C0體積比為2-2.05之間的變換氣，經(jīng)過第一凈化塔脫硫脫碳后通過離心式甲醇合成壓縮機(jī)提壓至?.5-8.0MPa，送往甲醇合成塔； 用于生產(chǎn)H2的所述粗合成氣在溫度為236°C的條件下進(jìn)入變換爐，全部經(jīng)過變換爐變換后形成H2,經(jīng)過第三凈化塔脫硫脫碳后送往PSA制氫裝置制造高純度氫氣； 溶劑再生系統(tǒng)將第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中的吸收CO2后的溶劑再生處理后輸送回第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔中繼續(xù)使用； (2)在甲醇合成塔中CO和H2合成甲醇，輸送至醋酸合成裝置中與所述低溫冷箱制備得到的高純度CO混合生成醋酸，合成壓力為2.8MPa ；(3)將醋酸輸送至乙醇合成裝置中，與PSA制氫裝置制備得到的高純度氫氣混合制備乙醇。
4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:所述變換爐在變換過程中采用鈷、鑰系列催化劑，控制溫度在420-460°C之間，變換操作壓力為6.0MPa ;所述甲醇合成塔中采用銅基系列催化劑催化進(jìn)行甲醇的合成；在所述醋酸合成裝置中甲醇和CO在銠系催化劑存在的的條件下羰基合成而成。
5.根據(jù)權(quán)利要求4所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:所述低溫甲醇冼操作壓力為5.5MPa，所述第一凈化塔、第二凈化塔和第三凈化塔的操作溫度-65°C。
6.根據(jù)權(quán)利要求3所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:所述PSA制氫裝置采用十臺變壓吸附器，其內(nèi)部裝有吸附劑，采用變壓吸附的方法制備高純度氫氣，變壓吸附壓力為4.0MPa，制備壓力為3.5MPa。
7.根據(jù)權(quán)利要求3所述的甲醇與深加工乙醇汽油的聯(lián)產(chǎn)方法，其特征在于:所述PSA制氫裝置變壓吸附的富CO尾氣與所述低溫冷箱的富氫尾氣經(jīng)加壓后送至所述變換爐中回收利用。
【文檔編號】C10K1/00GK104263411SQ201410538219
【公開日】2015年1月7日 申請日期:2014年10月13日 優(yōu)先權(quán)日:2014年10月13日
【發(fā)明者】方鳳銀 申請人:安徽淮化股份有限公司