作者/來源:范健1，周伏明2(1.山西晉豐煤化工有限責任公司，高平 048400；2.湖南安淳高新技術有限公司， 日期:2008-01-10 點擊量:1441
0 前言
雙甲（即甲醇化和甲烷化）工藝是一項取代傳統銅洗、深度低變－甲烷化工藝的環保節能和實現合成氨清潔生產的新技術。在雙甲工藝實踐運行了近10年的基礎上，湖南安淳高新技術有限公司于2001年又開發了醇烴化工藝，該技術是雙甲的擴展和提升技術。
雙甲工藝和醇烴化工藝，醇化部分是一樣的，只是醇烴化工藝中以烴化（實質上是醇烴化）代替了雙甲工藝中的甲烷化，在許多方面，大大優于第1代雙甲工藝技術，得到了迅速推廣應用。醇烴化工藝的優越性主要表現在其消耗的更低。本文就烴化和烷化工藝的氣耗及熱量消耗，通過物料熱量衡算，進行分析比較。
1 氣耗
氣耗這里是指有效氣體H2的消耗。
1.1 烴化反應的氣耗
烴化反應是在銅鐵系催化劑作用下主要進行醇化和烴化反應：
CO＋2H2＝CH3OH （1）
CO2＋3H2＝CH3OH＋H2O （2）
nCO＋(2n＋1)H2＝CnH(2n＋2)＋nH2O （3）
nCO＋2nH2＝CnH2n＋nH2O （4）
nCO2＋(3n＋1)H2＝CnH(2n＋2)＋2nH2O （5）
上述反應式中，可取n＝4，并只用反應（1），（2），（4）和（5）進行簡化計算，這樣式（4）和（5）變為：
4CO＋8H2＝C4H8＋4H2O （6）
4CO2＋13H2＝C4H10＋8H2O （7）
當進入烴化系統的醇后氣中CO體積分數為0.15％和CO2體積分數為0.08％時，按氨生產能力為100kt／a的精制氣氣量計，即進入烴化總氣量為41990m3／h（標態），其中CO為62.985 m3／h（標態），CO2為33.59 m3／h（標態）。CO按式（1）反應掉60％，按（6）反應掉40％，CO2按式（2）反應掉40％，按式（7）反應掉60％。計算得：
式（1）耗H2為：
2×62.985×60％＝75.582m3／h（標態）；
式（2）耗H2為：
3×33.592×40％＝40.310m3／h（標態）；
式（6）耗H2為：
8／4×62.985×40％＝50.388 m3／h（標態）；
式（7）耗H2為：
13／4×33.592×60％＝65.504 m3／h（標態）。
共耗H2為231.785 m3／h（標態）。以噸氨消耗H2 2220m3（標態）計算，則相當于少生產合成氨0.1044 t／h（751.7 t／a）。
同樣，也可計算出副產物：式（1）和（2）共生成CH3OH 51.228m3／h（標態）；式（6）和（7）共生成烴類物11.337 m3／h（標態）；式（2），（6）和（7）共生成H2O 78.941 m3／h（標態）。醇烴混合物約165.4 kg／h，成分（質量分數）為：甲醇44.24％，水38.35％，其余為烴類物質。
根據多家應用企業的烴化分離物取樣分析，液態分離物中40％～50％（質量分數）為甲醇、～30％（質量分數）為水，其余為雜醇、醚、烯烴類和烷烴類物質。上述計算基本與生產實踐數據相符，只是沒有計算雜醇、醚類等含氧生成物，故水含量計算值略高；并且，生成水量主要與CO2含量有關。
1.2 烷化反應的氣耗
烷化（即甲烷化）反應是在鎳系催化劑作用下進行，主要進行下列反應：
CO＋3H2＝CH4＋H2O （8）
CO2＋4H2＝CH4＋2H2O （9）
這（8），（9）反應式對比式（1），（2）和（6），（7）：烴化反應中，1個CO分子和1個CO2分子分別消耗2個H2分子和3個多H2分子；而甲烷化反應中，1個CO分子和1個CO2分子則分別要消耗3個H2和4個H2分子。可簡單看出烷化反應的耗H2較烴化多。
當進入烷化系統的醇后氣中CO和CO2含量仍如1.1所述時，則從式（8）和（9）可計算出消耗的H2共為323.323 m3／h（標態），則相當于少產氨1048.6t／a。同時生成H2O為104.6 kg／h。
另外，甲烷化反應產物是氣態CH4，要帶入氨合成工序中，累積放空，還要損失H2。而烴化反應產物是水冷卻后成液態的醇烴類物質，可作燃料或分離提取副產物，并在本工序即分離下來，不會帶到合成氨工序。據烴化工藝使用企業反饋信息，現在已有公司收購其烴化物，從中提取雜醇、醚等多種精細化工產品。
2 熱量消耗
雖然烴化和烷化反應都是放熱反應，但由于進入烴化或烷化工序的CO和CO2量非常少，可根據反應熱，進行熱衡算。已有文獻計算報道，每反應掉1％（體積分數）CO溫升約72℃，反應掉1％（體積分數）CO2溫升約59℃，所以總的溫升只有15.52℃。而系統有熱損失和水冷要帶走熱量，故這點反應熱不足以維持烴化或烷化塔內反應的自熱，必須引入工序外的高品位熱量通過熱交換來輸入熱量維持熱平衡。這就有一個消耗補充熱量（或稱能量）的問題。下面用兩種方法來計算補充熱量的消耗量。
（1）烴化催化劑“零”米溫度控制在220℃，入水冷的溫度是69℃，將烴化塔和塔外熱交換器作為一個封閉系統。烴化塔塔內熱平衡示意圖見圖1。
根據熱平衡計算結果，電爐需提供205℃上升至220℃的熱量Q：
Q＝41990／22.4×32.651×（220－205）＝918090.7（kJ／h）
即255 kW，相當于噸氨電耗18.35 kW·h。
（2）將烴化系統（不考慮氨冷器時）作為一個封閉系統，烴化系統熱平衡示意圖見圖2。
冷卻水量120580 kg／h，換熱后由24℃升到29℃；烴化物冷凝潛熱按2010 kJ／kg計；反應熱按218 kJ／mol計；烴后氣量按41600 m3／h（標態）計；熱損失約2％，作一個粗略的熱衡算：
Q1＝41990×1.53×35＝2248564.5（kJ／h）；
Q2＝120580×4.186×24＝12113949.1（kJ／h）；
Q3＝165.4×2010＝332454（kJ／h）；
Q4＝218×（62.985＋33.592）／22.4×1000＝939901.2（kJ／h）；
Q5＝41600×1.42×35＝2067520（kJ/h）；
Q6＝120580×4.186×29＝14637688.5（kJ／h）；
Q7＝165.4×3.83×35＝22171.9（kJ／h）；
Q8＝252135.7（kJ／h）。
進入此封閉烴化系統的熱量：
Q入＝Q1＋Q2＋Q3＋Q4＋Q補；
帶出此封閉烴化系統的熱量：
Q出＝Q5＋Q6＋Q7＋Q8＝Q入；
故外界需向烴化系統補熱量：
Q補＝1344647.3 kJ／h。
若以電爐加熱方式補充熱量，則可折算成電爐功率373.5 kW，相當于噸氨耗電26.9 kW·h。
（3）上述計算是以烴化工藝并以電爐加熱方式為例計算的，烷化工藝計算原始數據和計算結果略有差異。兩種計算方法，結果也稍有差異。而生產實際情況，也大都在這兩種計算結果之間。此外，烷化反應溫度（－260℃）比烴化反應溫度（～230℃）高，所以，烷化工藝對外界補充的能量，要求有更高的品位。
3 結語
根據上述計算分析可以看出，烴化的耗H2大大少于甲烷化，只有甲烷化的71.7％。另值得一提的是，隨著對烴化工藝的副產物——醇烴混合物的處理回收技術的不斷發展，醇烴混合物的應用前景將會越來越廣闊，今后將不再單純作燃料來處理了。
無論是烴化工藝還是烷化工藝，兩者均不能實現自熱，均需要消耗系統外補充熱量（或者說補充能量）。從系統外補充熱量的方式有多種，湖南安淳高新技術有限公司經過多年研究和工業實踐，認為以利用塔內中心電爐直接加熱最簡單，以高溫蒸汽間接加熱次之，從氨合成二次出塔氣或中變氣取熱最麻煩。
