浆态床合成方法商业化应用的关键。
（3）流化床合成
流化床合成包括两种方法，一种是常规流化床方法；另一种是循环流化床方法。循环流化床属于常规流化床的改进型，目的在于解决出塔气流中夹带催化剂颗粒的循环使用问题。流化床合成塔的优点是有良好的传热速率，能够维持等温操作，由于反应速度快，所以时空产率比同等规模的固定床显著增大；缺点是旋风分离器“料腿”内催化剂颗粒返回床层有一定的能力限制，因而气流速度不能过大。目前直径为φ6m 的循环流化床反应器生产能力可望达到9000 t/d。 5.8.2.3 甲醇合成技术比较
主要甲醇合成塔的特征对比如表5-10所示，典型甲醇合成技术对比如表5-11所示，典型合成催化剂性能对比如表5-12所示。
表5-10 主要甲醇合成塔特征比较
合成塔 类型 气体流 动方式 控温 方式 生产能力（t/d） 碳效率（%） 催化剂相对体积 Lurgi合成塔 轴向 回收 热量 1500 - - ICI激冷合成塔 轴向 冷激 2300 98.3 1 Casale合成塔 轴径 气气 换热 5000 99.3 0.8 高空隙率冷激合成塔 轴向 冷激 7600 94.3 2.4 Topsφe合成塔 径向 外部 换热 5000 - 0.8 MRF合成塔 径向 回收 热量 >10000 - 0.8 常规 流化床 合成塔 轴向 回收 热量 3200 98.0 - 循环 流化床 合成塔 轴向 回收 热量 9000 99.0 - 21
表5-11 典型甲醇合成技术对比
项 目 合成压力 （MPa） 合成反应 温度（℃） 催化剂 组成 空时产率（t/m3·h） 进塔气中 CO含量（%） 出塔气中CH3OH含量（%） 循环倍率 合成反应 热利用 Lurgi法 5.0～8.0 225～250 Cu-Zn-Al-V 0.65 ～12 5～6 5：1 利用反应热 副产蒸汽 不利用 反应热 ICI法 5.0～10.0 230～270 Cu-Zn-Al 0.78 ～9 5～6 8～5：1 不利用 反应热 利用 反应热 副产蒸汽 林达法 5.0～13.0 220～240 Cu-Zn-Al 0.63～0.81 10～11 5～6 4.8：1 利用 反应热 副产蒸汽 管内气冷 合成塔形式 设备尺寸 合成开工设备 列管型 设备紧凑 不设 加热炉 采用 三塔流程 冷激型 较大 冷管型 冷管产蒸汽型 管外催化剂 塔外副产蒸汽 紧凑 有加热炉 紧凑 紧凑 利用转化气换热器加热不需不专设加热炉 设加热炉 采用两塔流程 采用两塔或 三塔流程 采用 三塔流程 紧凑 盘管式 Linde法 5～10 220～250 Cu-Zn-Al 0.65～0.78 9～12 5～6 4～5：1 利用反应热 副产2.5MPa～3.5MPa中压蒸汽 甲醇精制 适于高CO%便于调温合技术特点 合成气副产成甲醇净值中压蒸汽 列管式设备制造材料和结构简单，设备结构 及造价 焊接要求高，造价低，设造价高，设备备更新只需更新压力外壳无法使用。 换内件。 较低 适于高惰性气适于高CO合成合成气，塔后气，副产中压蒸副产低压蒸汽 结构较简单，气气换热不怕插入式结构复杂，气液渗漏，设备更换热渗漏易造成事故，新只需换内相当于鲁奇塔的1/2。 设备更新只需换内件。 件，造价低，盘管式设备制造材料和焊接要求高，设备更新只需换内件。 汽 22
表5-12 典型合成催化剂性能对比
国家或 公司 组成（%） 型号 CuO 51-1 英国ICI 德国BASF 51-2 51-3 S3-85 S3-86 48.75 45.41 - 35.4 70.0 57.19 ZnO 24.0 24.94 - 44.25 - 28.63 37.0 - 26～28 18.7 >25 - Al2O3 8.42 8.72 - 2.68 - 1.73 - - 5～6 3.8 ～4 - Cr2O3 - - - - - - 20.0 - - 22.8 - - V2O5 - - - - - 5.04 - - - - ～3 - Ф5.4×3.6 Ф5.4×3.6 - Ф5×5 - Ф5×5 Ф4.5×4.5 Ф6.4×3.2 Ф5×5 Ф5×5.9×9 Ф5×5 Ф5×5 规格（mm） 压力（MPa） 温度（℃） 5.0 5.0～10.0 - 5.0 4.0～10.0 5.0 5.0～15.0 5.0～15.0 5.0 25～32 5.0～10.0 5.0 210～270 210～270 - 220～280 200～300 210～270 210～290 210～290 210～280 250～280 210～280 210～280 操作条件 德国Lurgi CL104 丹麦TopsLMK-2 36.0 φe 美国UCI C79-2 - CHM-1 52～54 苏联 CHM-2 38.0 CNJ202 >50 中国 C301 - 从上述表列数据和定性描述可以看出，各种甲醇合成技术并不存在十分悬殊的先进性差异，原因在于已商业化的各种技术均由传统ICI或Lurgi工艺演变而来。目前各种技术的主要区别在于单系列装置生产能力的（超）大型化及催化剂的性能（特别是使用寿命）两方面。本预可研认为Lurgi公司的Mega联合甲醇技术比任何传统技术在合成理念方面有实质性突破，可以代表未来甲醇合成的基本发展方向。Lurgi Mega装置与传统Lurgi装置的对比如表5-13所示。有消息得到证实，国内甲醇界受Mega装置的启发，最近已开始着手类似的工程技术应用研究，有些技术思路已经获得实用新型专利。另外，Lurgi公司的高活性Cu-Zn-Al-V催化剂在寿命方面比其它催化剂略胜一筹（最长可以使用5年以上），因此，本报告推荐Lurgi公司的Mega联合甲醇技术作为首选技术。
表5-13 Mega装置与传统Lurgi装置的对比
项目 生产能力 能耗（天然气头） ＊建设费用 操作费用 生产成本 氧装置。
单位 t/d GJ/t % % % 传统Lurgi 2500 30 100 100 100 Lurgi Mega 5000 28.5 130 97 79 注：＊天然气作气头时，传统Lurgi采用一段蒸汽转化，而Lurgi Mega采用二段自热转化，因此需增加空分制5.8.3 工艺流程说明
与传统的管壳塔及其两塔并联组合不同，Lurgi Mega甲醇合成装置为Lurgi管壳塔（一塔）和Lurgi冷管塔（二塔）的串联组合。从上游工序来的成分合适的新鲜原料气进入透平压缩机，压力升至6MPa～8MPa。出透平压缩机的原料气与经循环透平
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压缩机重新升压后的循环气混合，进入换热器与冷管塔出塔气完成热交换，温度升至130℃左右。入塔气经冷管塔底部中心管进入冷管塔，然后经分配器进入催化剂床层冷管，与催化剂床层完成热交换，温度升至250℃。热反应气出冷管经汇合器汇合后，由冷管塔顶部中心管导出塔外。热反应气通过输气管从高空速管壳塔顶部进入其催化剂床层，在床层发生合成反应生产甲醇，反应热通过加热锅炉沸水生产5MPa～6MPa中压蒸汽移出塔外。管壳塔催化剂的装填量为Mega装置全部装填量的三分之一，床层的热点温度控制为272℃，管壳塔出塔气温度控制为265℃。含有甲醇的管壳塔出塔气不经分离，继续从冷管塔顶部进入其床层进行反应。冷管塔催化剂的装填量为Mega装置全部装填量的三分之二，控制床层的热点温度略高于入塔气温度。由于冷管塔床层内反应气体与冷管内气体为逆流换热，所以冷管塔出塔气温度较低，控制为220℃，这有利于打破甲醇合成的平衡，使反应进行彻底。最终出Mega装置的气体完成与锅炉给水热交换后，继续与入塔气换热，接着完成循环水终冷，然后进入分离器，分离成气相和液相粗甲醇两部分。粗甲醇直接去精馏。气相主要为未反应的H2、CO和CO2，所以绝大部分循环返回系统重新参加反应，为避免惰性气体富集，少部分作为弛放气排放。Mega组合塔与传统管壳塔相比：热能利用更趋合理、单程转化率很高（可达70%以上）、循环倍率很低（约2.1）、等规模生产装置的生产能力即扩大50%。 5.8.4 主要设备：
管壳塔，1台； 冷管塔，1台；
新鲜气体压缩机，20MW，1台，蒸汽透平驱动； 循环气体压缩机，1500kW，1台，蒸汽透平驱动。 5.9 粗甲醇精馏技术 5.9.1 精馏技术简介
粗甲醇中含有易挥发的低沸点组分（如H2、CO、CO2、二甲醚、乙醛和丙酮等）和难挥发的高沸点组分（如乙醇、高级醇和水等），所以需通过精馏的办法制得精甲醇。精馏通常采用两种方法：一、两塔精馏；二、三塔精馏。甲醇作为燃料使用时，也可采用原理更为简单的一塔精馏。
（1）两塔精馏
粗甲醇首先进入闪蒸罐分离出溶解气，然后进入预精馏塔。在预精馏塔内，低沸点副产物被上升的甲醇蒸汽带出塔外。出塔物流经冷凝器冷凝后进入回流罐，分成气液两相。气相为被甲醇和水饱和的低沸点物质，作为尾气从回流罐顶部释放出去，以后继续进入尾气冷凝器回收剩余甲醇，最终排放出去的尾气与闪蒸气合并进入燃料气管网。回流罐中的冷凝液经回流泵加压后作为下流物流从顶部塔板返回预精馏塔。塔底液态产物取出一部分经低压蒸汽再沸器加热后转变成上升气流返回塔内，其余送出预精馏塔。为防止粗甲醇中有机酸腐蚀设备，通常往预精馏塔下部高温部分加入一定量的稀氢氧化钠溶液，使釜液pH值保持在8左右。
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从预精馏塔塔底送出的甲醇水溶液进入甲醇精馏塔。从甲醇精馏塔顶部出来的气相精甲醇经空冷、终冷以后，进入回流罐，然后经回流泵加压，一部分返回塔内；另一部分作为产品送出。塔底废水含有约0.5%的甲醇及其它含氧化合物，经冷却降温后，或送污水处理场处理，或经附属锅炉加热转变成工艺蒸汽进入气化炉参与气化反应。
（2）三塔精馏
三塔精馏与两塔精馏的原理完全一致，区别在于将两塔精馏的甲醇精馏塔分成加压塔（0.56 MPa～0.6MPa）和常压塔两个塔，而且各自承担甲醇精馏负荷的40%～60%，常压塔塔底再沸器所用热量来自加压塔塔顶气相甲醇冷凝时放出的热量。三塔精馏比两塔精馏可节约热量40%左右。通常在常压塔提馏段靠近塔底的塔板（盘）上设置杂醇油采出侧线，这样可使塔底废水中有机物的含量降至100ppm以下。杂醇油一般作为燃料出售。
国内甲醇界曾对不同精馏能力下双塔流程与三塔流程的投资、能耗和操作费用进行了比较，结果如表5-14所示。
表5-14 不同规模的双塔流程与三塔流程的比较
三塔流程 项目 单价（元） （万t/a） 10 5 2.5 203.23 134.04 101.90 总投资 投资 115.11 70.77 50.12 （万元） 设备费 324 12 6 冷却水 0.04元/m 1.7 0.9 0.525 电 0.07元/度 129.5 66.75 35.175 低压蒸汽 9.07元/t 155.2 76.65 41.7 小计 操作费 工人工资及（万元/a） 2 2 2 附加费 25.4 16.75 12.75 车间经营 182.6 98.4 56.45 总计 总能耗 3.83 3.94 4.15 6（10kJ/t） 两塔流程 （万t/a） 10 5 179.43 109.58 101.68 57.86 40.8 20.4 1.4 0.7 218.4 110.7 260.6 131.9 2 22.4 285.0 6.44 2 13.7 147.6 6.53 2.5 79.00 38.86 10.2 0.525 56.9 67.63 2 9.88 79.5 6.78 从表列数据显然可以看出，三塔精馏较两塔精馏投资稍高，但能耗显著降低，而且规模愈大，效果愈明显。因此，本报告推荐三塔精馏技术作为首选技术。 5.9.2 甲醇残液处理技术
含有微量甲醇的精馏残液通常有几种处理方法：其一，进入汽提塔汽提回收甲醇，汽提塔塔底废水去污水处理厂进行生化处理。由于残液中甲醇含量较低，该方法能耗较高；其二，设置附属专用锅炉，将精馏残液气化后，送入气化炉作为工艺蒸汽使用。该方法是一种彻底的处理办法，但需增加投资和运行成本；第三，直接将精馏残液与其它工序来的有机废液合并，统一送污水处理厂进行生化处理。该方法简单，但生化处理负荷加大（特别是废液中甲醇浓度较高时），使运行成本增加。
鉴于预可行性研究阶段的很多不确定因素，甲醇精馏残液的处理方法留在项目后
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