RU2203214C1 - Methanol production process - Google Patents
Methanol production process Download PDFInfo
- Publication number
- RU2203214C1 RU2203214C1 RU2001135455A RU2001135455A RU2203214C1 RU 2203214 C1 RU2203214 C1 RU 2203214C1 RU 2001135455 A RU2001135455 A RU 2001135455A RU 2001135455 A RU2001135455 A RU 2001135455A RU 2203214 C1 RU2203214 C1 RU 2203214C1
- Authority
- RU
- Russia
- Prior art keywords
- methanol
- reactor
- synthesis
- gas
- synthesis gas
- Prior art date
Links
Abstract
Description
Изобретение относится к области химико-технологических, энергоресурсосберегающих процессов получения метанола из природного газа или "хвостовых" углеводородсодержащих газов химических, нефтехимических, металлургических и газоперерабатывающих производств. The invention relates to the field of chemical-technological, energy-saving processes for the production of methanol from natural gas or “tail” hydrocarbon-containing gases from chemical, petrochemical, metallurgical and gas processing industries.
Более конкретно изобретение относится к технологии синтеза метанола из синтез-газа, получаемого в каталитических реакторах паровой и/или пароуглекислотной конверсии низших углеводородов. More specifically, the invention relates to a technology for the synthesis of methanol from synthesis gas obtained in catalytic reactors for steam and / or carbon dioxide conversion of lower hydrocarbons.
В промышленности синтез метанола обычно осуществляется в две стадии:
На первой стадии в трубчатой печи проводится высокоэндотермические реакции паровой или пароуглекислотной конверсии газообразных углеводородов и затем в шахтном реакторе осуществляется парокислородная конверсия непрореагировавших в трубчатом реакторе газообразных углеводородов, в основном метана. Разработаны процессы, предусматривающие совмещение работы этих аппаратов.In industry, methanol synthesis is usually carried out in two stages:
At the first stage, high-endothermic reactions of steam or steam-carbon dioxide conversion of gaseous hydrocarbons are carried out in a tube furnace, and then in the shaft reactor, a vapor-oxygen conversion of gaseous hydrocarbons, mainly methane, which have not reacted in the tube reactor, is carried out. Processes have been developed that provide for the combined operation of these devices.
На второй стадии проводится собственно конверсия синтез-газа в метанол. Для обеспечения высокой производительности промышленных реакторов и для организации в них температурных полей, характеризующихся небольшими градиентами температур, реализуется турбулентный режим течения газового реакционного потока или же режим течения, близкий к турбулентному. При этом обычно конверсия исходных реактантов невысока и непрореагировавший синтез-газ после отделения метанола и дополнительного компремирования вновь подается во входной поток сырья в каталитический реактор синтеза метанола. In the second stage, the conversion of synthesis gas to methanol is carried out. To ensure high performance of industrial reactors and to organize temperature fields in them, characterized by small temperature gradients, a turbulent flow regime of the gas reaction stream or a flow regime close to turbulent is realized. In this case, the conversion of the initial reactants is usually low and the unreacted synthesis gas after separation of methanol and additional compression is again fed into the feed feed stream to a methanol synthesis catalytic reactor.
Недостатки подобных промышленных технологий следующие:
- Значительные энергозататы.The disadvantages of such industrial technologies are as follows:
- Significant energy costs.
- Использование дорогостоящего оборудования. - Use of expensive equipment.
- Сложность систем управления. - The complexity of control systems.
- Высокие капитальные затраты. - High capital costs.
- Значительные расходные нормы по сырью. - Significant consumption rates for raw materials.
Ввиду этого себестоимость производимого метанола достаточно велика и он не может быть использован в качестве сырья для высокорентабельных производств получения моторных топлив или мономеров (этилена, пропилена). In view of this, the cost of methanol produced is quite high and cannot be used as raw material for highly profitable production of motor fuels or monomers (ethylene, propylene).
Известны промышленные технологии производства метанола из природного газа, в которых имеет место сокращение энергозатрат по сравнению с традиционными промышленными технологиями. В патенте (US 5245110) предлагается получать синтез-газ в результате парциального окисления углеводородов природного газа воздухом или обогащенным кислородом воздухом. Снижение себестоимости синтез-газа достигается вследствие:
1. Снижения затрат на производство обогащенного кислородом воздуха по сравнению с производством чистого кислорода.Known industrial technologies for the production of methanol from natural gas, in which there is a reduction in energy consumption compared to traditional industrial technologies. In the patent (US 5245110) it is proposed to produce synthesis gas as a result of the partial oxidation of natural gas hydrocarbons by air or oxygen-enriched air. The reduction in the cost of synthesis gas is achieved due to:
1. Lower costs for the production of oxygen-enriched air compared to the production of pure oxygen.
2. Использования более простого и дешевого технологического оборудования. 2. The use of simpler and cheaper process equipment.
3. Упрощения системы управления процессом. 3. Simplification of the process control system.
На второй стадии производства метанола синтез-газ со значительным содержанием азота конвертируется в метанол в четырех или шести последовательно соединенных реакторах с промежуточной конденсацией метанола после каждого реактора. На выходе из реакторного блока непрореагировавший синтез-газ подается в массообменный мембранный блок, пермеатный поток из которого, обогащенный водородом и обедненный азотом, смешивается с синтез-газом, поступающим в реакторный узел получения метанола. В данном процессе рецикл по водороду необходим, ибо только в этом случае мольное соотношение водорода к оксиду углерода в синтез-газе может быть получено существенно больше двух. Азот в системе каталитических реакторов рециркулирует лишь частично с пермеатным потоком, его большая часть вместе с ретантным потоком направляется в газовую турбину и сбрасывается в атмосферу вместе с выхлопными газами газовой турбины. В данном процессе природный газ и воздух компремируются до адиабатического реактора парциального окисления природного газа и получаемый синтез-газ при давлении, превышающем 7,0 МПа, направляется в реакторный узел синтеза метанола, в котором уже другие компрессоры не используются. Таким образом, в данном процессе синтез метанола проводится при едином начальном давлении. In the second stage of methanol production, synthesis gas with a significant nitrogen content is converted to methanol in four or six series reactors with intermediate methanol condensation after each reactor. At the outlet of the reactor block, unreacted synthesis gas is fed into the mass transfer membrane block, the permeate stream from which, enriched in hydrogen and depleted in nitrogen, is mixed with the synthesis gas entering the methanol production reactor unit. In this process, hydrogen recycling is necessary, because only in this case, the molar ratio of hydrogen to carbon monoxide in the synthesis gas can be obtained significantly more than two. Nitrogen in the system of catalytic reactors recirculates only partially with a permeate stream, most of it, together with the retentate stream, is sent to the gas turbine and discharged into the atmosphere along with the exhaust gases of the gas turbine. In this process, natural gas and air are compressed to an adiabatic partial oxidation reactor of natural gas and the resulting synthesis gas at a pressure exceeding 7.0 MPa is sent to the methanol synthesis reactor unit, in which other compressors are not used. Thus, in this process, methanol synthesis is carried out at a single initial pressure.
Процессы при едином начальном давлении реализуются не только для безрециркуляционных по синтез-газу промышленных установок, но и для промышленных установок, в которых предусматривается циркуляция непрореагировавшего в реакторах синтеза метанола синтез-газа (Пат. US 4910228). В этом случае природный газ, подвергаемый паровому риформингу в каталитическом реакторе, компремируется до давления, которое обеспечивает давление синтез-газа, превышающее давление газа в циркуляционном контуре. Тепловой поток, необходимый для поддержания работы реактора каталитического риформинга, организуется за счет парциального окисления кислородом части природного газа. Мощность, требуемая для компремирования исходного сырья, кислорода, работы циркуляционного контура, обеспечивается за счет тепла сгорания продувочных циркуляционных газов и пара, образовавшегося при синтезе метанола. The processes at a single initial pressure are implemented not only for industrial plants that are not recirculated by synthesis gas, but also for industrial plants that provide for the circulation of synthesis gas that has not reacted in methanol synthesis reactors (US Pat. US 4,910,228). In this case, natural gas subjected to steam reforming in a catalytic reactor is compressed to a pressure that provides a synthesis gas pressure in excess of the gas pressure in the circulation loop. The heat flow necessary to maintain the operation of the catalytic reforming reactor is organized due to the partial oxidation of part of the natural gas by oxygen. The power required to compress the feedstock, oxygen, and the operation of the circulation circuit is provided by the heat of combustion of the purge circulation gases and the vapor generated during the synthesis of methanol.
Наиболее близким аналогом к заявленному изобретению является способ получения метанола, включающий стадию получения синтез-газа, стадию каталитической конверсии синтез-газа в метанол, включающий операции подачи и нагрева синтез-газа во входных зонах реакторов, операцию каталитического превращения синтез-газа в метанол с разогревом газового потока за счет тепла реакций синтеза метанола, операции выделения метанола и утилизации "хвостовых" газов. Процесс получения метанола проводят в ряде реакторов в интервале температур 170-280oС, давлении 3,0-8,0 МПа и объемной скорости потока 500-10000 ч-1 (RU 21523578).The closest analogue to the claimed invention is a method for producing methanol, which includes the step of producing synthesis gas, the stage of catalytic conversion of synthesis gas to methanol, including the operation of feeding and heating the synthesis gas in the inlet zones of the reactors, the operation of the catalytic conversion of synthesis gas to methanol with heating gas flow due to the heat of methanol synthesis reactions, methanol evolution and utilization of tail gases. The methanol production process is carried out in a number of reactors in the temperature range 170-280 o C, a pressure of 3.0-8.0 MPa and a volumetric flow rate of 500-10000 h -1 (RU 21523578).
Недостатками известных способов производства метанола на основе природного газа и "хвостовых" углеводородных газов химических, нефтехимических, газоперерабатывающих производств по безрециркуляционной технологии по углеводородному сырью являются:
- низкое качество целевого продукта;
- значительные энергозатраты при ректификации метанола;
- сильная дезактивация катализаторов в реакторах синтеза метанола;
- значительные энергозатраты при переработке природного газа малодебитных газовых месторождений.The disadvantages of the known methods for the production of methanol based on natural gas and "tail" hydrocarbon gases of chemical, petrochemical, gas processing industries using recirculation-free technology for hydrocarbons are:
- low quality of the target product;
- significant energy consumption in the distillation of methanol;
- strong catalyst deactivation in methanol synthesis reactors;
- significant energy consumption in the processing of natural gas of low-gas fields.
Перечисленные выше недостатки рассмотренных технологий затрудняют их непосредственное использование при организации промышленных производств метанола на газовых месторождениях и на химических предприятиях. The above-mentioned disadvantages of the technologies considered complicate their direct use in the organization of industrial production of methanol in gas fields and chemical plants.
В настоящем изобретении ставятся следующие задачи: достижение высокой производительности процесса получения метанола из природного газа, получение целевого продукта - метанола высокого качества, снижение степени дезактивации катализаторов при длительной эксплуатации промышленной установки, обеспечение надежности работы промышленных установок при изменении состава сырья. The present invention poses the following tasks: achieving a high productivity of the process for producing methanol from natural gas, obtaining the target product of high quality methanol, reducing the degree of catalyst deactivation during long-term operation of an industrial plant, ensuring the reliability of industrial plants when changing the composition of raw materials.
Постановленные задачи достигаются:
Способом получения метанола, включающим стадии сероочистки углеводородсодержащего газа, стадию получения синтез-газа из углеводородсодержащего газа в реакторе риформинга, стадию компремирования синтез-газа, стадию каталитической конверсии синтез-газа в метанол в реакторном узле, состоящем из нескольких каталитических реакторов, включающую операции нагрева и конверсии синтез-газа в метанол в каждом реакторе, операцию охлаждения продуктов реакции и выделения метанола после каждого реактора, операцию утилизации "хвостовых" газов. В первых двух по движению потока реакторах реакторного узла процесс синтеза метанола проводят в интервале давлений 3,0-4,5 МПа, температур 160-320oС, объемных скоростей потока 500-10000 ч-1, а в последних двух по движению потока реакторах реакторного узла процесс синтеза метанола проводят в интервале давлений 5,0-8,0 МПа, температур 160-300oС, объемных скоростей потока 1000-10000 ч-1.The objectives are achieved:
A method for producing methanol, including the stages of desulfurization of a hydrocarbon-containing gas, a stage for producing synthesis gas from a hydrocarbon-containing gas in a reforming reactor, a stage for compressing synthesis gas, a stage for the catalytic conversion of synthesis gas to methanol in a reactor unit consisting of several catalytic reactors, including heating and the conversion of synthesis gas to methanol in each reactor, the operation of cooling the reaction products and the separation of methanol after each reactor, the operation of utilizing tail gases. In the first two reactors in the flow of reactors of the reactor unit, the methanol synthesis process is carried out in the pressure range 3.0-4.5 MPa, temperatures of 160-320 o C, volumetric flow rates of 500-10000 h -1 , and in the last two in the flow of reactors the reactor node, the methanol synthesis process is carried out in the pressure range of 5.0-8.0 MPa, temperatures of 160-300 o C, volumetric flow rates of 1000-10000 h -1 .
Синтез-газ подают в реакторный узел получения метанола при мольном отношении водорода к оксиду углерода в интервале от 2,0:1 до 5:1. The synthesis gas is fed to the methanol production reactor at a molar ratio of hydrogen to carbon monoxide in the range from 2.0: 1 to 5: 1.
Пар, выработанный в реакторном узле синтеза метанола и пар, образованный "дымовыми" газами реактора риформинга, направляют в паровые турбины для выработки электроэнергии. The steam generated in the methanol synthesis reactor unit and the steam generated by the “flue” gases of the reforming reactor are sent to steam turbines to generate electricity.
Часть произведенного метанола используют в качестве абсорбента абсорбционно-десорбционного комплекса установки для концентрирования диоксида углерода в части потока "хвостовых" газов, направляемых в реактор риформинга углеводородсодержащего газа. Part of the methanol produced is used as an absorbent of the absorption and desorption complex of the carbon dioxide concentration plant in the portion of the tail gas stream sent to the hydrocarbon-containing gas reforming reactor.
Водные кубовые остатки ректификационных колонн концентрирования метанола подают в каталитический реактор очистки воды от метанола и очищенную воду направляют после дополнительной подготовки в реактор риформинга углеводородсодержащего газа. The aqueous bottoms of distillation columns of methanol concentration are fed to a catalytic reactor for purifying methanol from water, and the purified water is sent after additional preparation to a hydrocarbon-containing gas reforming reactor.
На чертеже иллюстрируется сущность предлагаемого изобретения, которое предполагает использование промышленной установки получения метанола, состоящей из реактора 4 конверсии низших углеводородов в метан, реакторного блока 2 сероочистки природного газа, реактора риформинга 6 природного газа в синтез-газ, реакторов 12, 17, 23, 28 синтеза метанола из синтез-газа, реактора 37 очистки кубового остатка колонны 36 от метанола, колонн ректификации 35, 36 для очистки метанола, колонны абсорбции диоксида углерода 32, колонны десорбции диоксида углерода 33, сепараторов метанола 14, 19, 25, 30, сепаратора воды 9, теплообменников 1, 3, 5, 7, 8, 11, 13, 16, 18, 22, 24, 27, 29, компрессоров для сжатия синтез-газа 10, 21, паровых барабанов для конденсации пара 15, 20, 26, 31. The drawing illustrates the essence of the invention, which involves the use of an industrial plant for the production of methanol, consisting of a reactor 4 for the conversion of lower hydrocarbons to methane, a reactor block 2 for desulfurization of natural gas, a reforming reactor 6 for natural gas into synthesis gas, reactors 12, 17, 23, 28 synthesis of methanol from synthesis gas, reactor 37 for purifying the bottom residue of column 36 from methanol, rectification columns 35, 36 for purifying methanol, carbon dioxide absorption column 32, carbon dioxide desorption column 33, s methanol reactors 14, 19, 25, 30, water separator 9, heat exchangers 1, 3, 5, 7, 8, 11, 13, 16, 18, 22, 24, 27, 29, compressors for compressing synthesis gas 10, 21 steam drums for condensation of steam 15, 20, 26, 31.
Способ получения метанола из углеводородсодержащего газа реализуется на установке, представленной на чертеже, следующим образом. Исходный углеводородсодержащий, в частности природный, газ нагревают дымовыми газами реактора риформинга метана и подают в блок сероочистки. В нем осуществляется гидрогенолиз серусодержащих соединений и адсорбция образовавшегося сероводорода на оксидно-цинковых поглотителях. Затем очищенный природный газ поступает в реактор предварительного риформинга, в котором углеводороды С2-С4 конвертируются в метан. Далее очищенный природный газ смешивается с водяным паром. Смесь водяного пара и метана имеет мольное отношение в интервале 1,8-2,7. К этой смеси добавляется диоксид углерода, поставленный из абсорбционно-десорбционного блока 32, 33. Полученный газ подается в реактор риформинга метана, в котором при низком давлении (0,7 - 2,9 МПа) и температуре 850-900oС он конвертируется в синтез-газ. Синтез-газ охлаждается в теплообменниках 7, 8 и в сепараторе 9 от него отделяется вода. Далее синтез-газ с остаточным содержанием воды менее 0,1 мас.% поступает на всас компрессора 10, который компремирует его до давления 4 МПа. После компрессора 10 синтез-газ подается в теплообменник 11, в котором он нагревается продуктовым потоком реактора 12 до температуры реакции получения метанола. После теплообменника 11 синтез-газ направляется в реакционную зону реактора 12, в которой происходит реакция конверсии синтез-газа в метанол. На входе реакционной зоны реактора 12 исходные реактанты нагреваются кипящим в межтрубном пространстве реактора 12 теплоносителем. В основной части реакционной зоны реактора 12 нагрев реакционной смеси осуществляется вследствие протекания экзотермических химических реакций паровой конверсии оксида углерода и гидрирования оксида и диоксида углерода водородом. Однако вследствие интенсивного теплообмена между реакционным потоком и теплоносителем значительных градиентов температур в реакционной зоне не возникает. Далее газовый поток через холодильник-конденсатор 13 направляется в сепаратор 14, в котором происходит конденсация метанола. Неконденсирующиеся продукты реакции через теплообменник 16 направляются в реактор 17. Условия работы реакторов 12 и 17 идентичны. Неконденсирующиеся газы после сепаратора 19 подаются на всас компрессора 21, в котором они компремируются до давления 7,0 МПа. Далее синтез-газ подается в теплообменник 22, где нагревается продуктовыми потоками реактора 23 до температуры, близкой к температуре начала реакции синтеза метанола. После теплообменника 22 синтез-газ направляют в реактор 23, во входной зоне которого он нагревается до температуры реакции. Затем синтез-газ поступает в основную зону реакции в реакторе 23. В ней протекает конверсия синтез-газа в метанол. Во входной зоне синтез-газ нагревается кипящим в межтрубном пространстве теплоносителем, а в основной каталитической зоне он охлаждается им. Из реактора 23 продуктовый поток проходит через теплообменник 22, где нагревает исходное сырье до температуры, близкой к температуре начала реакции. Далее газовый поток проходит через холодильник-конденсатор 24 в сепаратор 25, где осуществляется конденсация метанола. Несконденсировавшиеся газы направляются в теплообменник 27 и далее во входную зону реактора 28. Условия эксплуатации реактора 28 аналогичны условиям эксплуатации реактора 23. Из сепараторов 14, 19, 25, 30 собранный метанол одним потоком направляется в абсорбционно-десорбционный блок концентрирования диоксида углерода. В абсорбере 32 при температуре окружающей среды абсорбент - метанол насыщается диоксидом углерода, а в десорбере 33 происходит увеличение концентрации диоксида углерода в "хвостовых" газах каталитических реакторов. Они затем поступают в блок подготовки газов риформинга. В емкости 34 собирается абсорбент, захватываемый газовым потоком в абсорбере 32.A method of producing methanol from a hydrocarbon-containing gas is implemented in the installation shown in the drawing, as follows. The initial hydrocarbon-containing, in particular natural, gas is heated by the flue gases of a methane reforming reactor and fed to a desulfurization unit. It carries out the hydrogenolysis of sulfur-containing compounds and the adsorption of the resulting hydrogen sulfide on zinc oxide absorbers. The purified natural gas then enters a pre-reforming reactor in which C 2 -C 4 hydrocarbons are converted to methane. Further, the purified natural gas is mixed with water vapor. A mixture of water vapor and methane has a molar ratio in the range of 1.8-2.7. To this mixture is added carbon dioxide supplied from the absorption and desorption unit 32, 33. The resulting gas is fed to a methane reforming reactor, in which it is converted to a low pressure (0.7 - 2.9 MPa) and a temperature of 850-900 o С synthesis gas. The synthesis gas is cooled in heat exchangers 7, 8 and water is separated from it in the separator 9. Further, synthesis gas with a residual water content of less than 0.1 wt.% Enters the compressor inlet 10, which compresses it to a pressure of 4 MPa. After the compressor 10, the synthesis gas is supplied to the heat exchanger 11, in which it is heated by the product stream of the reactor 12 to the reaction temperature of methanol production. After the heat exchanger 11, the synthesis gas is sent to the reaction zone of the reactor 12, in which the reaction of the conversion of synthesis gas to methanol takes place. At the inlet of the reaction zone of the reactor 12, the initial reactants are heated by a coolant boiling in the annulus of the reactor 12. In the main part of the reaction zone of the reactor 12, the reaction mixture is heated due to the occurrence of exothermic chemical reactions of steam conversion of carbon monoxide and hydrogenation of carbon monoxide and carbon dioxide with hydrogen. However, due to intense heat exchange between the reaction stream and the coolant, significant temperature gradients do not occur in the reaction zone. Next, the gas stream through the refrigerator-condenser 13 is sent to the separator 14, in which the condensation of methanol occurs. Non-condensable reaction products through the heat exchanger 16 are sent to the reactor 17. The operating conditions of the reactors 12 and 17 are identical. Non-condensable gases after the separator 19 are fed to the compressor inlet 21, in which they are compressed to a pressure of 7.0 MPa. Next, the synthesis gas is supplied to the heat exchanger 22, where it is heated by the product flows of the reactor 23 to a temperature close to the temperature of the start of the methanol synthesis reaction. After the heat exchanger 22, the synthesis gas is sent to the reactor 23, in the inlet zone of which it is heated to the reaction temperature. Then, the synthesis gas enters the main reaction zone in the reactor 23. The conversion of the synthesis gas to methanol proceeds therein. In the inlet zone, the synthesis gas is heated by a coolant boiling in the annulus, and in the main catalytic zone it is cooled by it. From the reactor 23, the product stream passes through a heat exchanger 22, where it heats the feedstock to a temperature close to the reaction onset temperature. Next, the gas stream passes through a refrigerator-condenser 24 to a separator 25, where methanol is condensed. Non-condensing gases are sent to the heat exchanger 27 and then to the inlet zone of the reactor 28. The operating conditions of the reactor 28 are similar to those of the reactor 23. From the separators 14, 19, 25, 30, the collected methanol is sent in a single stream to the absorption and desorption unit for concentration of carbon dioxide. In the absorber 32 at ambient temperature, the absorbent - methanol is saturated with carbon dioxide, and in the stripper 33 there is an increase in the concentration of carbon dioxide in the tail gases of the catalytic reactors. They then enter the reforming gas preparation unit. An absorbent is captured in the reservoir 34 and is captured by the gas stream in the absorber 32.
Второй поток метанола направляется в секцию ректификации, состоящую из двух колонн 35, 36. Сверху колонны 36 отбирается товарный продукт, а кубовый продукт колонны 36, представляющий собой смесь метанола и воды (с малым содержанием метанола), направляется в реактор 37, в котором осуществляется каталитическая очистка воды от метанола. Продуктовый поток реактора 37 после дополнительного обессоливания подается в реактор риформинга метана 6. The second methanol stream is sent to the distillation section, which consists of two columns 35, 36. A commodity product is taken from above the column 36, and the bottoms product of the column 36, which is a mixture of methanol and water (with a low methanol content), is sent to the reactor 37, in which catalytic purification of water from methanol. The product stream of the reactor 37 after additional desalination is fed to the methane reforming reactor 6.
Пар, вырабатываемый в каталитических реакторах 12, 17, 23, 28, после дополнительного нагрева его дымовыми газами подается в паровую турбину с целью выработки электроэнергии. The steam generated in the catalytic reactors 12, 17, 23, 28, after additional heating with flue gases, is supplied to the steam turbine in order to generate electricity.
Следовательно, физико-химический смысл предлагаемого изобретения заключается в том, что процесс синтеза метанола проводится при заданном распределении давлений по каталитическим реакторам с промежуточным выделением метанола после каждого реактора. Такая организация каталитического процесса позволяет, во-первых, при высокой производительности работы оборудования обеспечить получение метанола высокой чистоты, что дает возможность снизить энергетические затраты на процесс ректификации метанола. Во-вторых, резко снижаются общие энергозатраты на проведение каталитического процесса синтеза, так как общая объемная скорость потока значительно уменьшается при конденсации метанола после каждого реактора. Следовательно, компремируется уже часть исходного потока, а не весь исходный газовый сырьевой поток, как при организации традиционных промышленных процессов. Therefore, the physicochemical meaning of the present invention lies in the fact that the methanol synthesis process is carried out at a given pressure distribution over the catalytic reactors with intermediate methanol evolution after each reactor. Such an organization of the catalytic process allows, firstly, with high productivity of the equipment to ensure the production of methanol of high purity, which makes it possible to reduce energy costs for the process of rectification of methanol. Secondly, the total energy consumption for carrying out the catalytic synthesis process is sharply reduced, since the total volumetric flow rate decreases significantly with the condensation of methanol after each reactor. Consequently, a part of the initial stream is compressed, and not the entire initial gas feed stream, as in the organization of traditional industrial processes.
Пример 1. Природный газ при давлении 0,9 МПа после предварительного подогрева выхлопными газами каталитического риформинга поступает в реактор сероочистки 2, в котором в присутствии небольших количеств водорода при Т=450oС осуществляется гидрогенолиз серусодержащих органических соединений. Затем поток газа из 2 через теплообменник 3 направляется в адсорбер 4, в котором на цинковых поглотителях проводится хемосорбция сероводорода. Далее природный газ с объемной скоростью 9582,2 нм3/ч поступает в сатуратор, в котором он насыщается парами воды в количестве 15648 кг/ч. Смесь природного газа и пара нагревается до температуры 750oС и при давлении 0,9 МПа поступает в каталитический реактор парового риформинга метана, в котором при температуре 820-950oС образуется синтез-газ. Объемная скорость синтез-газа 45460 нм3/ч. Далее он охлаждается в теплообменниках 7, 8 и в сепараторе 9 осуществляется конденсация воды. Осушенный синтез-газ с объемной скоростью 36262,2 нм3/ч поступает в компрессор 10, в котором он компремируется до давления 4,0 МПа. После компрессора 10 синтез-газ подается в теплообменник 11, в котором он нагревается продуктовым потоком реактора 12 до температуры реакции синтеза метанола. После теплообменника 11 синтез-газ направляется в реакционную зону реактора 12, в котором происходит реакция образования метанола. На входе в 12 исходные реактанты нагреваются кипящим в межтрубном пространстве теплоносителем. Вследствие интенсивного теплообмена между реакционным потоком и теплоносителем значительных градиентов в реакционной зоне не возникает. Далее газовый продуктовый поток через холодильник-конденсатор 13 направляется в сепаратор 14, в котором происходит конденсация метанола. Произведено 1765 кг/ч метанола. Его состав: 92,86 мас.% метанола, 7,14 мас.% воды. Неконденсирующиеся продукты реакции через теплообменник 16 направляются в реактор 17. Условия работы реакторов 12 и 17 идентичны. В реакторе 17 получено 1367,9 кг/ч метанола. Его состав: 96,6 мас.% метанола, 3,4 мас.% воды. Неконденсирующиеся газы после сепаратора 19 подаются на всас компрессора 21, в котором они компремируются до давления 7,0 МПа. При этом объемная скорость синтез-газа 29387 нм3/ч, состав синтез-газа: метан - 7,44 об.%, водород - 73,47 об. %, диоксид углерода - 7,15 об.%, оксид углерода - 12,44 об.%, метанол - 0,11 об.% После теплообменника 22 синтез-газ направляется в реактор 23, во входной зоне которого он нагревается до температуры реакции. Затем синтез-газ поступает в основную зону реактора 23. В ней происходит конверсия синтез-газа в метанол. В 23 образуется 2653,2 кг/ч метанола. Его состав: метанол - 95,0 мас.%, вода 5,0 мас.% Далее газовый поток проходит через холодильник-конденсатор 24 в сепаратор 25, в котором осуществляется конденсация метанола. Неконденсирующиеся газы (объемная скорость - 25170,9 нм3/ч, состав газа: метан - 7,44 об.%, водород - 73,47 об.%, диоксид углерода 7,15 об.%, оксид углерода - 12,44 об.%) направляется в теплообменник 27 и далее во входную зону реактора 28. Условия эксплуатации реактора 28 аналогичны условиям эксплуатации реактора 23. В реакторе 28 произведено 1752,9 кг/ч метанола. Его состав: 86,4 мас.% метанола, 13,6 мас.% воды. Из сепараторов 14, 19, 25, 30 собранный метанол в количестве 7546,4 кг/ч направляется в общий сборник. Состав полученного метанола: 93,82 мас.% метанола, 6,08 мас.% воды.Example 1. Natural gas at a pressure of 0.9 MPa after preheating with catalytic reforming exhaust gas enters the desulfurization reactor 2, in which, in the presence of small amounts of hydrogen at T = 450 ° C, hydrogenolysis of sulfur-containing organic compounds is carried out. Then the gas stream from 2 through the heat exchanger 3 is sent to the adsorber 4, in which chemisorption of hydrogen sulfide is carried out on zinc absorbers. Further, natural gas with a bulk velocity of 9582.2 nm 3 / h enters the saturator, in which it is saturated with water vapor in the amount of 15648 kg / h. The mixture of natural gas and steam is heated to a temperature of 750 o C and at a pressure of 0.9 MPa enters the methane steam reforming catalytic reactor, in which synthesis gas is formed at a temperature of 820-950 o C. The volumetric rate of the synthesis gas is 45460 nm 3 / h. Then it is cooled in heat exchangers 7, 8 and water is condensed in the separator 9. Dried synthesis gas with a space velocity of 36262.2 nm 3 / h enters the compressor 10, in which it is compressed to a pressure of 4.0 MPa. After the compressor 10, the synthesis gas is supplied to the heat exchanger 11, in which it is heated by the product stream of the reactor 12 to the reaction temperature of methanol synthesis. After the heat exchanger 11, the synthesis gas is sent to the reaction zone of the reactor 12, in which the methanol formation reaction takes place. At the entrance to 12, the initial reactants are heated by a coolant boiling in the annulus. Due to the intense heat exchange between the reaction stream and the coolant, significant gradients do not occur in the reaction zone. Next, the gas product stream through the refrigerator-condenser 13 is sent to the separator 14, in which the condensation of methanol occurs. 1765 kg / h of methanol were produced. Its composition: 92.86 wt.% Methanol, 7.14 wt.% Water. Non-condensable reaction products through the heat exchanger 16 are sent to the reactor 17. The operating conditions of the reactors 12 and 17 are identical. In reactor 17, 1367.9 kg / h of methanol was obtained. Its composition: 96.6 wt.% Methanol, 3.4 wt.% Water. Non-condensable gases after the separator 19 are fed to the compressor inlet 21, in which they are compressed to a pressure of 7.0 MPa. The volumetric rate of the synthesis gas is 29387 nm 3 / h, the composition of the synthesis gas: methane - 7.44 vol.%, Hydrogen - 73.47 vol. %, carbon dioxide - 7.15 vol.%, carbon monoxide - 12.44 vol.%, methanol - 0.11 vol.% After the heat exchanger 22, the synthesis gas is sent to the reactor 23, in the inlet zone of which it is heated to the reaction temperature . Then, the synthesis gas enters the main zone of the reactor 23. In it, the conversion of the synthesis gas to methanol takes place. 23 produces 2653.2 kg / h of methanol. Its composition: methanol - 95.0 wt.%, Water 5.0 wt.%. Next, the gas stream passes through a refrigerator-condenser 24 to a separator 25, in which methanol is condensed. Non-condensable gases (space velocity 25170.9 nm 3 / h, gas composition: methane 7.44 vol.%, Hydrogen 73.47 vol.%, Carbon dioxide 7.15 vol.%, Carbon monoxide 12.44 vol.%) is sent to the heat exchanger 27 and then to the inlet zone of the reactor 28. The operating conditions of the reactor 28 are similar to the operating conditions of the reactor 23. 1752.9 kg / h of methanol are produced in the reactor 28. Its composition: 86.4 wt.% Methanol, 13.6 wt.% Water. From the separators 14, 19, 25, 30, the collected methanol in the amount of 7546.4 kg / h is sent to the general collection. The composition of the obtained methanol: 93.82 wt.% Methanol, 6.08 wt.% Water.
Пример 2. Природный газ при давлении 0,9 МПа после предварительного подогрева выхлопными газами каталитического риформинга поступает в реактор сероочистки 2, в котором в присутствии небольших количеств водорода при Т= 450oС осуществляется гидрогенолиз серусодержащих органических соединений. Затем поток газа из 2 через теплообменник 3 направляется в адсорбер 4, в котором на цинковых поглотителях проводится хемосорбция сероводорода. Далее природный газ с объемной скоростью 9582,2 нм3/ч поступает в сатуратор, в котором он насыщается парами воды в количестве 15648 кг/ч. К смеси природного газа и пара добавляется 1200 м3/ч диоксида углерода, выделенного из отходящих газов каталитических реакторов в абсорбционно-десорбционной секции установки. Смесь природного газа, пара и диоксида углерода нагревается до температуры 750oС и при давлении 0,9 МПа поступает в каталитический реактор риформинга метана, в котором при температуре 820-950oС образуется синтез-газ. Далее он охлаждается в теплообменниках 7, 8 и в сепараторе 9 осуществляется конденсация воды. Осушенный синтез-газ с объемной скоростью 32475,0 нм3/ч поступает в компрессор 10, в котором он компремируется до давления 3,0 МПа. После компрессора 10 синтез-газ подается в теплообменник 11, в котором он нагревается продуктовым потоком реактора 12 до температуры реакции синтеза метанола. После теплообменника 11 синтез-газ направляется в реакционную зону реактора 12, в котором происходит реакция образования метанола. На входе в 12 исходные реактанты нагреваются кипящим в межтрубном пространстве теплоносителем. Вследствие интенсивного теплообмена между реакционным потоком и теплоносителем значительных градиентов в реакционной зоне не возникает. Далее газовый продуктовый поток через холодильник-конденсатор 13 направляется в сепаратор 14, в котором происходит конденсация метанола. Произведено 2676,58 кг/ч метанола. Его состав: 99,2 мас.% метанола, 0,8 мас. % воды. Неконденсирующиеся продукты реакции через теплообменник 16 направляются в реактор 17. Условия работы реакторов 12 и 17 идентичны. В реакторе 17 получено 1612,7 кг/ч метанола. Его состав: 98,0 мас.% метанола, 2,0 мас.% воды. Неконденсирующиеся газы после сепаратора 19 подаются на всас компрессора 21, в котором они компремируются до давления 6,0 МПа. При этом объемная скорость компонентов синтез-газа: метан - 2120 нм3/ч, диоксид углерода - 1467,3 нм3/ч, оксид углерода - 2146,56 нм3/ч, водород - 11751,5 нм3/ч, азот - 107,1 нм3/ч. После теплообменника 22 синтез-газ направляется в реактор 23, во входной зоне которого он нагревается до температуры реакции. Затем синтез-газ поступает в основную зону реактора 23. В ней происходит конверсия синтез-газа в метанол. В 23 образуется 3003,7 кг/ч метанола. Его состав: метанол - 97,9 мас.%, вода 2,1 мас.%. Далее газовый поток проходит через холодильник-конденсатор 24 в сепаратор 25, в котором осуществляется конденсация метанола. Неконденсирующиеся газы (объемная скорость компонентов синтез-газа: метан - 2120 нм3/ч, водород - 9803,6 нм3/ч, диоксид углерода 1247,2 нм3/ч, оксид углерода - 1502,6 нм3/ч, азот - 107,1 нм3/ч) направляется в теплообменник 27 и далее во входную зону реактора 28. Условия эксплуатации реактора 28 аналогичны условиям эксплуатации реактора 23. В реакторе 28 произведено 1411,6 кг/ч метанола. Его состав: 87,0 мас.% метанола, 13,0 мас. % воды. Из сепараторов 14, 19, 25, 30 собранный метанол в количестве 8704,45 кг/ч направляется в общий сборник. Состав полученного метанола: 96,55 мас.% метанола, 3,45 мас.% воды.Example 2. Natural gas at a pressure of 0.9 MPa after preliminary heating by exhaust gases of catalytic reforming enters the desulfurization reactor 2, in which, in the presence of small amounts of hydrogen at T = 450 o C, hydrogenolysis of sulfur-containing organic compounds is carried out. Then the gas stream from 2 through the heat exchanger 3 is sent to the adsorber 4, in which chemisorption of hydrogen sulfide is carried out on zinc absorbers. Further, natural gas with a bulk velocity of 9582.2 nm 3 / h enters the saturator, in which it is saturated with water vapor in the amount of 15648 kg / h. To the mixture of natural gas and steam is added 1200 m 3 / h of carbon dioxide released from the exhaust gases of the catalytic reactors in the absorption-desorption section of the installation. A mixture of natural gas, steam and carbon dioxide is heated to a temperature of 750 o C and at a pressure of 0.9 MPa enters a methane reforming catalytic reactor, in which synthesis gas is formed at a temperature of 820-950 o C. Then it is cooled in heat exchangers 7, 8 and water is condensed in the separator 9. Dried synthesis gas with a space velocity of 32,475.0 nm 3 / h enters the compressor 10, in which it is compressed to a pressure of 3.0 MPa. After the compressor 10, the synthesis gas is supplied to the heat exchanger 11, in which it is heated by the product stream of the reactor 12 to the reaction temperature of methanol synthesis. After the heat exchanger 11, the synthesis gas is sent to the reaction zone of the reactor 12, in which the methanol formation reaction takes place. At the entrance to 12, the initial reactants are heated by a coolant boiling in the annulus. Due to the intense heat exchange between the reaction stream and the coolant, significant gradients do not occur in the reaction zone. Next, the gas product stream through the refrigerator-condenser 13 is sent to the separator 14, in which the condensation of methanol occurs. 2676.58 kg / h of methanol were produced. Its composition: 99.2 wt.% Methanol, 0.8 wt. % water. Non-condensable reaction products through the heat exchanger 16 are sent to the reactor 17. The operating conditions of the reactors 12 and 17 are identical. In the reactor 17, 1612.7 kg / h of methanol were obtained. Its composition: 98.0 wt.% Methanol, 2.0 wt.% Water. Non-condensable gases after the separator 19 are fed to the compressor inlet 21, in which they are compressed to a pressure of 6.0 MPa. The volumetric velocity of the components of the synthesis gas: methane - 2120 nm 3 / h, carbon dioxide - 1467.3 nm 3 / h, carbon monoxide - 2146.56 nm 3 / h, hydrogen - 11751.5 nm 3 / h, nitrogen - 107.1 nm 3 / h. After the heat exchanger 22, the synthesis gas is sent to the reactor 23, in the inlet zone of which it is heated to the reaction temperature. Then, the synthesis gas enters the main zone of the reactor 23. In it, the conversion of the synthesis gas to methanol takes place. At 23, 3003.7 kg / h of methanol is formed. Its composition: methanol - 97.9 wt.%, Water 2.1 wt.%. Next, the gas stream passes through a refrigerator-condenser 24 into a separator 25, in which methanol is condensed. Non-condensable gases (volumetric velocity of the components of the synthesis gas: methane - 2120 nm 3 / h, hydrogen - 9803.6 nm 3 / h, carbon dioxide 1247.2 nm 3 / h, carbon monoxide - 1502.6 nm 3 / h, nitrogen - 107.1 nm 3 / h) is sent to the heat exchanger 27 and then to the inlet zone of the reactor 28. The operating conditions of the reactor 28 are similar to the operating conditions of the reactor 23. 1411.6 kg / h of methanol are produced in the reactor 28. Its composition: 87.0 wt.% Methanol, 13.0 wt. % water. From the separators 14, 19, 25, 30, the collected methanol in the amount of 8704.45 kg / h is sent to the general collection. The composition of the obtained methanol: 96.55 wt.% Methanol, 3.45 wt.% Water.
Claims (5)
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2001135455A RU2203214C1 (en) | 2001-12-28 | 2001-12-28 | Methanol production process |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| RU2001135455A RU2203214C1 (en) | 2001-12-28 | 2001-12-28 | Methanol production process |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| RU2203214C1 true RU2203214C1 (en) | 2003-04-27 |
Family
ID=20254970
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| RU2001135455A RU2203214C1 (en) | 2001-12-28 | 2001-12-28 | Methanol production process |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| RU (1) | RU2203214C1 (en) |
Cited By (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2472765C1 (en) * | 2011-04-26 | 2013-01-20 | Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Российский химико-технологический университет им. Д.И. Менделеева (РХТУ им. Д.И. Менделеева) | Production method of methanol |
| RU2505475C1 (en) * | 2012-05-24 | 2014-01-27 | Открытое акционерное общество "НОВАТЭК" | Method for coproduction of synthetic liquid hydrocarbons and methanol and plant for its implementation integrated into production train facilities of oil and gas condensate deposits |
| RU2534092C2 (en) * | 2008-11-28 | 2014-11-27 | Хальдор Топсеэ А/С | Method of combined methanol and ammonia production from initial hydrocarbon raw material |
| RU2606606C2 (en) * | 2012-09-12 | 2017-01-10 | Мицубиси Хеви Индастриз, Лтд. | Reforming apparatus, reforming method, apparatus for producing chemical products equipped with reforming apparatus and method of producing chemical products |
| RU2616977C1 (en) * | 2016-05-26 | 2017-04-19 | Андрей Владиславович Курочкин | Methanol synthesis unit |
| RU2619101C1 (en) * | 2016-05-26 | 2017-05-12 | Андрей Владиславович Курочкин | Defining of methanol production from hydrocarbon raw material |
| RU2630472C1 (en) * | 2016-11-21 | 2017-09-11 | Общество с ограниченной ответственностью "УралГазНефтьПереработка" (ООО "УГНП") | Production method of methanol and low-tonnage facility for its implementation |
-
2001
- 2001-12-28 RU RU2001135455A patent/RU2203214C1/en not_active IP Right Cessation
Cited By (9)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| RU2534092C2 (en) * | 2008-11-28 | 2014-11-27 | Хальдор Топсеэ А/С | Method of combined methanol and ammonia production from initial hydrocarbon raw material |
| RU2472765C1 (en) * | 2011-04-26 | 2013-01-20 | Государственное образовательное учреждение высшего профессионального образования "Российский химико-технологический университет им. Д.И. Менделеева (РХТУ им. Д.И. Менделеева) | Production method of methanol |
| RU2505475C1 (en) * | 2012-05-24 | 2014-01-27 | Открытое акционерное общество "НОВАТЭК" | Method for coproduction of synthetic liquid hydrocarbons and methanol and plant for its implementation integrated into production train facilities of oil and gas condensate deposits |
| RU2606606C2 (en) * | 2012-09-12 | 2017-01-10 | Мицубиси Хеви Индастриз, Лтд. | Reforming apparatus, reforming method, apparatus for producing chemical products equipped with reforming apparatus and method of producing chemical products |
| US9737868B2 (en) | 2012-09-12 | 2017-08-22 | Mitsubishi Heavy Industries, Ltd. | Reforming device and reforming method, and device for manufacturing chemical products equipped with reforming device and method for manufacturing chemical products |
| US10258960B2 (en) | 2012-09-12 | 2019-04-16 | Mitsubishi Heavy Industries Engineering, Ltd. | Reforming device and method for manufacturing chemical products |
| RU2616977C1 (en) * | 2016-05-26 | 2017-04-19 | Андрей Владиславович Курочкин | Methanol synthesis unit |
| RU2619101C1 (en) * | 2016-05-26 | 2017-05-12 | Андрей Владиславович Курочкин | Defining of methanol production from hydrocarbon raw material |
| RU2630472C1 (en) * | 2016-11-21 | 2017-09-11 | Общество с ограниченной ответственностью "УралГазНефтьПереработка" (ООО "УГНП") | Production method of methanol and low-tonnage facility for its implementation |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| KR100419763B1 (en) | Ammonia production with enriched air reforming and nitrogen injection into the synthesis loop | |
| JP4903339B2 (en) | Method for producing carbon monoxide by catalytic reverse conversion | |
| EP0802893B1 (en) | Process for the production of methanol | |
| EA034913B1 (en) | Process for producing methanol | |
| RU2478569C1 (en) | Method of extracting helium from natural gas | |
| AU2019269094B2 (en) | Process for synthesising methanol | |
| AU2006330121B2 (en) | Method and apparatus for producing methanol with hydrocarbon recycling | |
| JPH04282330A (en) | Process for producing methanol | |
| RU2203214C1 (en) | Methanol production process | |
| US3297408A (en) | Process for production of hydrogen | |
| WO2019008317A1 (en) | Methanol synthesis process | |
| RU2520482C1 (en) | Method of obtaining hydrogen and hydrogen-methane mixture | |
| JPH03242302A (en) | Production of hydrogen and carbon monoxide | |
| KR20240021941A (en) | Ammonia decomposition for green hydrogen using NOx removal | |
| RU2198838C1 (en) | Method of methanol producing | |
| KR20240021944A (en) | Ammonia Decomposition for Green Hydrogen | |
| RU2472765C1 (en) | Production method of methanol | |
| RU2792583C1 (en) | Method and unit for methanol synthesis | |
| CN103992198A (en) | Benzene production technology taking coke oven gas as raw material | |
| RU2729790C1 (en) | Gas chemical production of hydrogen | |
| RU2188790C1 (en) | Method of production of methanol | |
| AU2012301583B2 (en) | Integration of FT system and syn-gas generation | |
| WO2023229491A2 (en) | Method for producing hydrogen | |
| EP0049892B1 (en) | Process for the production of gasoline | |
| GB2619796A (en) | Process for synthesising methanol |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MM4A | The patent is invalid due to non-payment of fees |
Effective date: 20091229 |