下载文档原格式
合成气醇烃化精制工艺
湖南安淳高新技术有限公司
一、本技术国内外现状及趋势
目前国内以煤为原料的合成氨生产装置中，对原料气精制方法主要采用①铜洗法、②深度变换－甲烷化法、③低温液氮洗涤法、④托普索的“氨厂甲醇化”以及由湖南安淳高新技术有限公司首创的⑤双甲精制新工艺（以下简称双甲工艺）以及其提升技术醇烃化精制工艺。
铜洗法是一种古老的精制方法，在中小氮肥厂应用广泛，随着我国经济体制改革和环保意识的深入，铜洗法的缺点越来越突出，主要表现在控制指标多、操作不稳定、检修频繁、大量稀氨水排出、铜液泄漏、运行费用高、环境污染严重；深度变换－甲烷化法，热利用率低，尤其是蒸汽消耗太高，造成供汽紧张，既制约生产又不经济。
液氮洗涤法应用于以煤加压纯氧气化，低温（ －６２℃）甲醇洗酸性气体成份（如ＣＯ２、Ｈ２Ｓ等）再用－１８９℃液氮洗涤ＣＯ，使ＣＯ＋ＣＯ２达到几个ｐｐｍ要求，主要问题是必须庞大的空分冷冻装置，必须与纯氧煤制气配用，投资大。
对乙醇纯化过程的化学工程分析论文乙醇是生物质液体能源物质的主要形式，也是化石燃料最可能的替代品。
目前乙醇的工业制造已经十分成熟。
例如以淀粉类和糖类作为发酵原材料，采用微生物法发酵生产乙醇是一项成熟的技术。
另外，用木纤维素材料包括秸秆等农业废弃物，城市固体废弃物、办公废纸、杂草、锯末等以及市政废水中的固体局部等进行乙醇生产的研究也已经有很多相关的文献和材料。
本文简单介绍了乙醇的发酵工艺，着重对于乙醇的纯化过程经行了化学工程分析。
发酵方式有直接发酵法、间接发酵法、混合菌种发酵、同步糖化发酵法(SSF法)、非等温同步糖化发酵法和固定化细胞发酵法(NSSF法)。
这里只介绍典型的SSF法和NSSF法。
SSF法:当纤维素生物质作为原料的时候，纤维素酶对于纤维素生物质的水解被水解产物——葡萄糖和纤维二糖所抑制，从而开展了同步糖化发酵法。
同步糖化发酵法是将酶水解和乙醇发酵结合起来，在同一发酵罐中进行，而且因发酵罐内的纤维素水解速度远低于葡萄糖消耗速度，从而使葡萄糖的浓度保持很低。
乙醇对于纤维素酶的抑制作用不如纤维二糖和葡萄糖的抑制作用大，所以水解的同时将糖转化成乙醇会为动力学方面创造有利条件，并且会提高纤维素酶的效率。
NSSF法:ZHANGWEN WU 等于1998 年提出了利用非等温同步发酵法(NSSF法)生产乙醇的工艺流程。
这个工艺流程包含一个水解塔和一个发酵罐，不含酵母细胞的流体在两者之间循环。
该设计使水解和发酵可在各自最正确的温度下进行，可消除水解产物对酶的抑制作用，但显然也增加了流程的复杂化。
传统的从发酵液中别离乙醇-水混合液一般分两步:先用普通精馏方法得到质量分数为92.4%的乙醇，再用共沸精馏、萃取精馏、液液萃取、吸附或其它方法得到无水乙醇。
但是，但由于溶液较高的蒸发热，精馏在操作过程中需要很高的能耗;并且随着原料中乙醇浓度的提高，精馏塔中回流比必须相应地提高，进一步提高了本钱。
新型的乙醇纯化方法包括萃取法、超临界流体法和渗透蒸发膜别离法。
合成氨精制新技术醇烃化工艺开车技术总结我公司投资建设的由湖南安淳高新技术有限公司设计的120Kt总氨/年醇烃化工艺于2009年12月投入运行，并一次开车成功，取代了物耗高、能耗高有污染的铜洗工艺，装置采用DCS系统控制，现运行正常稳定，经济及环境效益明显，下面将工艺情况介绍如下：1 工艺流程来自氢氮气压缩机五段出口13.5Mpa的净化气进入甲醇油水分离器，除去油污及压缩冷凝水后，少部分气体从大盖顶上引进气体混合分布器Ⅰ和零米冷激分布器；约占入塔总气量30%的气体进入甲醇塔的下部，内外筒环隙，由下而上进入冷束管，冷束管出来的气体进入混合分布器Ⅱ，与出上绝热层的高温气体混合进入第二绝热层反应。
约占总入塔气量70%的气体进塔前预热器，被塔前预热器加热的气体，从甲醇塔的底部进入塔内，进塔气体进入塔内换热器管内，与出塔气体换热后，经中心管进入触媒表面，依次通过上绝热层、第二绝热层、下部绝热层，从下部换热器外壳进入换热器管间，由上折流而下，与入塔气体换热后出塔，进入塔前预热器管内换热，换热后的气体进入水冷器，出水冷器气体进醇分，将生成的甲醇分离下来，送精馏工段精制。
来自醇分离器后的气体从烃化塔的下部进烃化塔的内外筒环隙，自下而上出塔，进入塔前预热器，被加热的气体二次进塔，从塔的下部进入塔内换热器管间，与出塔气体换热后经中心管进入触媒层表面反应，出上绝热层的气体，进入气体混合分布器，与极小一部分从大盖外引进混合分布器的冷气体（升温还原时用以控制下绝热层的触媒温度，正常生产不用冷激气），混合进入下绝热层，出下绝热层的气体进入塔下部换热器管内，与二次进塔气体换热以后出塔，出塔气体进入烃分离器，分离掉烃后气体进入水冷器冷却，然后进氨冷器进一步冷却，再经水分离器分离后去压缩机六进。
2 主要设备2.1甲醇塔Φ1200mm，是由一个直形异径冷管束，两个气体混合分布器，一个集气罩，把触媒层分成三轴一径，二个绝热段，一个内冷段，一个径向段组成，内装填甲醇催化剂，下部有一列管式换热器。
醇烃化精制新工艺在合成氨生产中的应用摘要：介绍了醇烃化精制新工艺替代甲烷化工艺在合成氨厂的应用情况。
事实证明，利用闲置的高压设备进行醇烃化技术改造,不仅投资省，而且操作弹性大、设备维护工作量小，具有明显的经济效益和环保效益。
关键词：合成氨生产；应用一、合成氨生产工艺的探究在我国合成氨企业中，虽然生产工艺各不相同，原料采用、设备结构和操作条件也各有差异，但是实现合成氨的基本步骤则是相同的。
首先，原料经过预处理后以不同的方式制备原料气（氢氮混合气），随后经过脱硫、变换、净化等工序后，将原料气压缩至一定的压力后，引入合成系统。
然后，气体通过最终净化，并换热升温至操作温度，送入合成塔内的催化剂层，在其中进行氨的合成反应。
反应后，氢氮混合气不能全部转化成氨，必须将其中的氨分离，剩下的氢氮混合气由循环压缩机补充压力后，与压缩机送来的新鲜气混合，再次进行合成，如此连续循环操作合成氨。
合成氨生产过程较为复杂，为保证各工序有序进行，在生产过程中根据不同的反应情况，给予合适的温度、压强和相应的催化剂等。
合成氨原料气的制备过程不仅将消耗大量的能源物质（煤、碳、天然气、水蒸气）作为原料，更需要消耗大量的能源物质作为动力能源消耗。
因此，制气环节能耗和成本较大，占合成氨生产的６０％～７０％。
其次在变换、净化及合成过程中都需要压缩，压缩机的使用也要消耗大量的动力能源。
最后，整个工艺过程中需要大量的换热蒸汽，产生大量的余热及三废物质。
因此如果能够实现合成氨过程中的各种能源物质的有效综合利用，可降低整个过程中的能耗，减少不必要的能源损耗，实现合成氨过程中的节能减排。
二、采用醇烃化原料气精制工艺的依据醇烃化工艺即在用甲醇化、烃化（或甲烷化）反应的方法来净化精制合成氨原料气，使合成氨原料气进入氨合成工段之前的气体中CO 、CO2（俗称气体中的“微量”指标）总量小于10ppm，并联产甲醇。
它与铜洗工艺或甲烷化流程相比，流程短、精制度高，操作稳定可靠，节约能耗、物耗，经济效益显著。
醇烃化工艺设计的改进与能耗分析发布时间：2022-05-20T00:51:05.438Z 来源：《科学与技术》2021年36期作者：张雪芬[导读] 当前我国面临着能源危机，并且能源价格不断升高张雪芬阳煤平原化工有限公司德州平原253100摘要：当前我国面临着能源危机，并且能源价格不断升高，该背景下如何在环境保护的前提下实现节能降耗是关键。
醇烃化工序在推动化工业健康发展中起到了关键作用，这种生产工艺主要包括原料前处理、反应，传质、分离与产品后处理等环节，醇烃化工艺精制度高、操作稳定可靠，节约能耗、物耗，经济效益显著，以下从醇烃化工艺设计的改进入手，并进行醇烃化工艺能耗分析，最后提出了节电、节水思路，希望对相关研究带来帮助。
关键词：醇烃化；工艺设计；改进；能耗一、装置简介醇烃化工序位于尿素装置东侧，一期醇烃化系统于2003年开始筹建，2004年8月份正式投产，设计能力一二期共计产醇8万吨/年。
二期醇烃化装置与一期工艺流程基本一致，为进一步节能降耗，二期醇烃化装置增加了一个蒸汽加热器，使烃化塔的电大幅度降低。
醇烃化的主要设备有补气油分、循环气油分、醇化塔、烃化塔、热交换器、水冷器、醇分离器、烃化水分离器、水冷器、循环机等[1]。
在大力倡导节能降耗的今天，化工企业需要积极开创思路，优化生产流程，以下进行相关分析。
二、醇烃化的工作任务醇化岗位：甲醇工序的任务是把经过甲醇工序的氮氢气体中的CO、CO2气体，在适当的温度、压力条件下，借助催化剂作用，同H2气进行化合反应生成甲醇，经冷凝分离后得到液醇产品。
烃化岗位：烃化工段主要任务：将压缩送来的原料气中CO、CO2含量降到15PPm以下。
三、节电思路1、推广变频调速采用改变电源的频率可以调节交流电动机的同步转速，感应电动机的转速。
当转差率s变化不大时，n基本上与f1成正比。
因此平滑改变频率，即可平滑调节电动机的转速，从而满足机械负荷的要求，达到节电的目的。
变频调速对于笼型和绕线转子感应电动机都是适用的。
醇烃化精制技术应用总结张荣权;蒋继国;钱佩刚【摘要】A brief summary is given of the determination and implementation of the alcoholization and hydrocarbylation refining technological plan, and the start-up and operation of the system. A comparison is given of the actual operation of the process with the traditional cuprammonium washing process and shows that the process needs no heating for the regeneration of the cuprammonium solution, omitting the cold consumption in the operation of the cuprammonium washing unit; "waste gas" may be utilized to byproduce methanol, increasing the total ammonia output; the consumption is lowered of such raw materials as copper, acetic acid and liquid ammonia; no regenerated gas and waste aqua ammonia are produced, and the pollutants are remarkably decreased for discharge; the exit gases from the methanolation unit and hydrocarbylation system contain in volume fraction of (CO + CO2) of 0.05% ~0. 30% and (5~10) × 10 -6, respectively, the total power consumption per ton of ammonia decrease by 4 kW · h, and steam consumption per ton of ammonia lowers by 129 kg.%简要介绍了醇烃化精制技术方案的确定和实施,阐述了醇烃化系统开车运行情况.醇烃化工艺与传统铜洗工艺的实际运行情况比较结果表明:醇烃化工艺无需为铜液再生供热,省去了铜洗装置运行时的冷量消耗；可利用“废气”副产甲醇,增加总氨产量；降低了铜、乙酸、液氨等原料消耗；没有再生气和废氨水产生,污染物减排显著；甲醇化系统和烃化系统出口气体中(CO+ CO2)体积分数分别为0.05％～0.30％和(5～10)×10-6,吨氨总电耗下降4kW ·h,吨氨汽耗减少129 kg.【期刊名称】《化肥工业》【年(卷),期】2013(040)002【总页数】4页(P45-48)【关键词】醇烃化;升温还原;工业应用【作者】张荣权;蒋继国;钱佩刚【作者单位】湖南安淳高新技术有限公司湖南长沙410205【正文语种】中文2010年初，柳州化工股份有限公司(以下简称柳化公司)为了进一步解决企业环保问题、降低生产成本，决定采用湖南安淳高新技术有限公司(以下简称安淳公司)的合成氨原料气醇烃化精制工艺替代落后的铜洗工艺，其中甲醇产能40～120 kt/a，液氨280～360 kt/a。
合成氨精制新技术醇烃化工艺开车技术总结我公司投资建设的由湖南安淳高新技术有限公司设计的120Kt总氨/年醇烃化工艺于2009年12月投入运行，并一次开车成功，取代了物耗高、能耗高有污染的铜洗工艺，装置采用DCS系统控制，现运行正常稳定，经济及环境效益明显，下面将工艺情况介绍如下：1 工艺流程来自氢氮气压缩机五段出口13.5Mpa的净化气进入甲醇油水分离器，除去油污及压缩冷凝水后，少部分气体从大盖顶上引进气体混合分布器Ⅰ和零米冷激分布器；约占入塔总气量30%的气体进入甲醇塔的下部，内外筒环隙，由下而上进入冷束管，冷束管出来的气体进入混合分布器Ⅱ，与出上绝热层的高温气体混合进入第二绝热层反应。
约占总入塔气量70%的气体进塔前预热器，被塔前预热器加热的气体，从甲醇塔的底部进入塔内，进塔气体进入塔内换热器管内，与出塔气体换热后，经中心管进入触媒表面，依次通过上绝热层、第二绝热层、下部绝热层，从下部换热器外壳进入换热器管间，由上折流而下，与入塔气体换热后出塔，进入塔前预热器管内换热，换热后的气体进入水冷器，出水冷器气体进醇分，将生成的甲醇分离下来，送精馏工段精制。
来自醇分离器后的气体从烃化塔的下部进烃化塔的内外筒环隙，自下而上出塔，进入塔前预热器，被加热的气体二次进塔，从塔的下部进入塔内换热器管间，与出塔气体换热后经中心管进入触媒层表面反应，出上绝热层的气体，进入气体混合分布器，与极小一部分从大盖外引进混合分布器的冷气体（升温还原时用以控制下绝热层的触媒温度，正常生产不用冷激气），混合进入下绝热层，出下绝热层的气体进入塔下部换热器管内，与二次进塔气体换热以后出塔，出塔气体进入烃分离器，分离掉烃后气体进入水冷器冷却，然后进氨冷器进一步冷却，再经水分离器分离后去压缩机六进。
2 主要设备2.1甲醇塔Φ1200mm，是由一个直形异径冷管束，两个气体混合分布器，一个集气罩，把触媒层分成三轴一径，二个绝热段，一个内冷段，一个径向段组成，内装填甲醇催化剂，下部有一列管式换热器。
醇产品塔、乙二醇回收塔、乙二醇浓缩塔、乙醇分离装置、液相加氢装置及树脂吸附装置。
甲醇回收塔的主要目的是回收加氢粗醇产品中的甲醇，侧采出精甲醇，送至草酸二甲酯酯化反应单元循环使用；脱水塔主要目的是除去粗醇产品中的水分和部分低沸点醇类(甲醇、乙醇等)；脱醇塔的主要目的是脱除粗醇产品中的二元醇类及酯类(如：2,3-丁二醇、1,2-丙二醇、1,2-丁二醇，乙醇酸甲酯)等轻质二元醇；乙二醇浓缩塔的主要目的是回收轻质二元醇中的乙二醇；乙二醇产品塔的主要目的是获得聚酯级乙二醇产品；乙二醇回收塔的主要目的是回收工业级乙二醇和采出重馏分。
乙醇分离装置主要由甲醇分离塔、乙醇产品塔、乙醇浓缩塔组成，甲醇分离塔的主要目的是回收甲醇回收塔和脱水塔顶采出的水分和低沸点混合醇中的甲醇，乙醇产品塔的主要目的是获得乙醇产品，乙醇浓缩塔主要目的是回收乙醇产品塔塔釜物料中的乙醇。
液相加氢装置的主要目的是将来自乙二醇产品塔和乙二醇回收塔塔顶采出及乙二醇浓缩塔塔釜采出的工业级乙二醇，在液相加氢催化剂作用下使乙二醇溶液中微量的对紫外有吸收的不饱和键：—C =C —、—C =O —，与氢气发生加成反应，转化为对紫外线无吸收的饱和键，从而提高产品的紫外透光率。
树脂吸附装置的主要目的是将来自乙二醇产品塔侧采的聚酯级乙二醇进入树脂塔进行脱醛处理，提高聚酯级乙二醇的紫外透光率后送至罐区作为产品销售。
2 煤制乙二醇精制工艺改进陕煤集团榆林化学有限责任公司180万t/a 煤制乙二醇精制工艺基于已投入生产的装置运行经验，对EG 精制工艺从产品质量、下游产业的应用、装置的成本等方面进行了优化。
2.1 酸度的控制加氢催化剂末期，催化剂活性下降，草酸二甲酯和乙醇酸甲酯不能完全被转化，草酸二甲酯在60 ℃时会水解生成草酸，不完全加氢产物乙醇酸甲酯会水解生成乙醇酸，反应式(1)和式(2)如下：(COOCH 3)2 + 2H 2O = (COOH)2 + 2CH 3OH (1)CH 2OHCOOCH 3 + H 2O = CH 2OHCOOH + CH 3OH (2)0 引言陕煤集团榆林化学180万t/a 乙二醇项目是全球在建的最大的煤化工项目，EG 精制装置共三个系列，单系列产能为60万t/a 。
醇烃化精制工艺的生产运行及几点看法
山西晋城化工有限公司的1套220kt／a合成氨醇烃化原料气精制工艺生产系统自投入生产以来已运行多年。
当前实际生产能力总氨850t／d、尿素≥1 300t ／d, 已超过设计能力。
系统运行以来, 醇烃化原料气精制工艺已突出体现了生
产成本低、环保质量高、气体净化稳定、微量(CO+CO
2
)波动小的优点, 较传统的铜洗工艺具有显著的优势, 为企业增加经济效益作出了贡献, 而醇烃化精制工艺在生产应用中亦不断完善和提高, 发展的前景将会更加宽广。
1 近期运行状况
以220kt／a合成氨醇烃化装置为例, 原料气量90 000～—100 000 m3／h(标态), 运行6M25—180／320压缩机9台, 产尿素1 300t／d以上、硝酸铵60t／d、甲醇70—80t／d, 折总氨产量850t／d。
原料气含CO 3.0％～3.4％、
CO
2
≤0.2％, 以醇化塔双塔运行, 一级醇化塔控制出塔气中CO含量1.6％～
1.8％。
做到自热平衡, 不开循环机, 气体一次性依次经过两级醇化塔及烃化塔,
以控制(CO+CO
2)含量高低, 尽量减小电炉功率, 使烃化气中微量(CO+CO
2
)稳定在
≤10×10—6。
2 主要工艺指标控制
(1)气体成分
原料气CO含量: 3.0％～3.4％;
原料气CO
2
含量: 40.2％;
一级醇化气CO含量: 1.6％～2.0％;
一级醇化气CO
2
含量: 40.05％;
二级醇化气CO含量: 40.3％;
二级醇化气CO
2
含量: ≤1 000×10—6;
烃化气(CO+CO
2
)含量≤10×10—6。
(2)温度
原料气温度: 45℃;
一级醇塔热点温度: ≤240℃;
二级醇塔热点温度: ≤235℃;
水冷进口温度: 90℃;
醇分温度: 17℃;
烃化塔热点温度: ≤240t;
水冷进口温度: 46℃;
烃分温度: ≤20℃。
(3)压力
系统压力: ≤12.0MPa;
系统压差: ≤0.6MPa。
(4)其它
0H含量: 85％～90％;
中间贮槽CH
3
精醇密度ρ: 0.791 7g／mL;
精醇中水含量: ≤0.02％;
精醇水溶性(1+3): 清。
(5)电流
一级醇化塔电流: 0;
二级醇化塔电流: 0≤500A;
烃化塔(380V)电流: 0～500A。
3 工艺流程
晋城化工股份有限公司的醇烃化工艺为同级中压三塔流程, 即一、二级醇化塔和烃化塔, 以气体净化为主, 原料气CO含量≤2.2％, 单级醇化塔与烃化塔串连, 原料气一次性经过; 以产醇为主时, 原料气中CO含量≤3.5％, 原料气一次性经过一、二级醇化塔和烃化塔; 当原料气中CO含量≥3.5％时, 一级醇化塔需增加部分循环量, 以控制热点温度和成分, 使原料气一次性经过二级醇化塔和烃化塔。
当前原料气CO含量≤3.5％; 一次性经过三塔, 不启用循环
)(10×10—6)为主, 生产目标介于产醇与气体净化机, 以控制烃化气微量(CO+CO
2
间, 日产甲醇80t左右。
醇烃化工艺流程见图1。
两级醇化及烃化系统均单设循环机, 当以产醇为主, 原料气中CO含量高、放热多, 需启用循环机稳定温度和控制成分; 以净化为主时, 不需启用循环机, 原料气一次性经过醇烃化系统。
以上工艺流程中, 一、二级醇化塔及烃化塔的热量补充以电炉为主, 不需增加额外设备, 若以蒸汽或工艺气体加热, 塔前需增设换热升温设备。
4 醇烃化系统的压力锁定
醇烃化系统压力的选择比较宽松, 当前运行的醇烃化系统中、高压力级均存在, 运行效果亦均佳。
其中以一、二级醇化为中压(11.5 MPa), 烃化为高压(32.0 MPa), 或醇烃化均为中压为常见。
有些企业的醇烃化改造利用合成氨系统废旧设备而采用双高压的成功例子, 亦有报导。
但建设1套醇烃化新装置, 应权衡利弊, 使压力选择应尽量合理。
醇化反应是气体生成液体的可逆反应, 提高压力有利于醇化的化学平衡、反应速度及提高单位时间的产量。
甲醇平衡浓度并非随压力而成比例的增加, 当压力高于8.0MPa时, CO的转化率在反应温度内的平衡转化率曲线已趋向
平直。
甲醇反应是原料气中CO、 CO
2与其2～3倍体积的H
2
生成CH
3
OH, 而CH
3
OH
最终从气体中分离出去。
以产醇为主, 原料气中CO、 CO
2
含量高, 从降低压缩费用的理念考虑, 醇化反应不宜在高压下进行, 以中压级反应更合理。
以小氮肥行业常见压缩机功率换算, 吨醇气体由六段(11.5 MPa)压缩七段(30.0MPa)耗电应在75kwh以上。
二级醇化及烃化由于气体中微量(CO+CO
2
)已经大大减少, 高压段压缩不会增加过多的压缩功; 相反, 高压段更利于醇化和烃化反应的转化, 确保微量
(CO+CO
2)的稳定、合格, 抑制醇烃化(甲烷化)的CH
4
生成, 因此以高压段为宜。
特别是烃化系统在高压段, 能够尽量提高入塔气中(CO+CO
2
)含量, 减少烃化系
统的外补热量。
但两级醇化分为中、高压级, 在工艺流程及生产调节多有不便之处, 总体设计应将醇化一、二级均设在中压级, 而将烃化独设在高压级为合理, 烃化系统处在高压段, 生产能力会得以提高。
5 醇烃化的工艺流程及转化率分配方案
由于气体净化或产醇的目标不同, 可根据设备规格和负荷大小, 采用不同的工艺流程。
以产醇为主, 新建装置以两级醇化中压段串联与单级烃化高压段大串联的工艺为好。
只要不是利用废旧设备, 为适应设计能力要求, 醇化系统以
不并联为好。
当以产醇为主时, 两级醇化塔串联, 气体中(CO+CO
2
)转化率合理分配至两醇化塔中, 达到自热平衡为最佳方案。
不启用循环机, 不用外热, 气体一
次性经过, 运行费用低, 原料气中(CO+CO
2
)含量应在3.5％～3.8％。
原料气(CO+CO
2
)含量高, 分解至两醇化塔热量过剩, 应经过调节循环机
气量来调节温度, 兼顾调节气体中(CO+CO
2
)成分, 使一级醇化床层温度稳定,
二级醇化床层自热平衡。
成分的调节依据副线和醇化床层热点温度高低来控制,
使二级醇化气(CO+CO
2)含量可达到1×10—6级, 确保烃化气(CO+CO
2
)微量合格。
如果烃化塔催化剂活性正常并具有足够的生产能力, 亦可提高二级醇化气
(CO+CO
2
)含量, 使之补充热量减小, 甚至做到自热平衡。
两级醇化系统同在中压级串联, 设备布局集中, 流程简化, 便于管理和生产调节, 适应性强。
以气体净化为主时, 一般而言, 采用单级醇烃化串联即可。
根据生产负
荷及催化剂活性状况, 控制原料气(CO+CO
2)含量的高低, 达到微量(CO+CO
2
)合
格。
以晋城化工为例, 前期生产以净化为主, 仅启用单级醇化和烃化, 原料气
(CO+CO
2)含量≤2.4％, 醇化气(CO+CO
2
)含量≤0.4％, 烃化气中(CO+CO
2
)微量可
确保≤10×10—6。
如果原料气(CO+CO
2
)含量≤2.5％, 仍以单级醇烃化经过, 则需启用循环机调节温度和醇化气成分。
