山西丰喜肥业(集团)股份有限公司临猗分公司在2001年12万t／a合成氨改造过程中，采用了安淳公司的双甲净化工艺。开车4年多来，在我公司的不断完善和改进下，取得了年产18万t氨醇的能力，各项工艺趋于合理。
1 双甲工艺技术原理及合成氨工艺流程
1．1 基本化学反应
1．1．1 甲醇化反应
原料气中CO、CO2和H2在催化剂和一定温度的条件下生成粗甲醇，经冷却、分离送往中间贮槽。此工艺类似于合成氨工艺中的联醇生产，但对醇后气指标要求高，不像联醇生产中醇后气的高低可靠增减铜液循环量来控制。因而要求醇塔的设计要有更高的转化率
和更好的热利用率，所以近几年来，安淳公司所设计的醇塔都比较大，生产负荷都不强，能够达到一次开车后四五年不用检修。
本工序主要反应方程式：
CO+2H2=CH3OH+102.5kJ／mo1 (1)
CO2+3H2=CH3OH+H20+59.6kJ／mol (2)
1．1．2 甲烷化反应
经过甲醇工序后的醇后气含CO+CO 体积分数为0.03％～0.30％，在催化剂作用下与H 反应生成甲烷和水，一般情况下CO+CO ≤0.7％，都可满足生产要求，若CO+CO 含量太低，电炉需向甲烷化塔补充大量的热量，以保证催化剂的温度，若CO+CO 含量太高，甲烷化后气体难以保证氨合成的要求，易造成催化剂中毒。
本工序主要反应：
CO+3H2=CH4+H2O+206.3 kJ／mol (3)
CO2+4H2=CH4+2H2O+165.1kJ／mol (4)
1．2 合成氨工艺流程
我公司12万t／a合成氨工艺流程框图见图1。
半水煤气经罗茨机后进入脱硫工段，使煤气中H2s质量浓度从≤3000mg／m。降至50 mg／m。，经清洗塔冷却后进人以溴化锂冷水为介质的煤气换热器，使得压缩机进口煤气温度在夏季也小于15℃ ，保证冬夏季产量差别不大。经压缩机一二三段加压到2.0MPa，依次进入全低变，变换气DDS脱硫、NHD脱碳、水解型精脱硫后回到压缩机四段，经压缩机四五段压缩到12MPa，再依次进入双甲工段的甲醇塔、甲烷塔，使精制后的气体中CO+CO 体积分数≤10×10 ，再进入压缩机六段加压后进入合成工段用于氨合成。
2 双甲工艺条件选择
2．1 双甲工艺流程设置需要满足的条件
2．1．1 氨醇比可调节
为满足甲醇市场变化需要， 甲醇产量可大可小，以确保企业获得最大限度经济效益，按照我公司实际情况，氨醇比确定为10：1～4：1，一般情况在4：1左右。
2．1．2 满足合成氨原料气净化的需要， 甲烷塔出口CO+CO2体积分数≤15 X 10 。
为此， 既要尽量降低吨氨净化后原料气消耗，又要使甲烷化反应外供热量小。较为经济的指标是醇后气CO控制在0．1％～0．2％，CO2控制在0．1％以内，甲烷化消耗H2 50m。／t氨以内， 甲烷化出口CO+CO2体积分数≤ 10×10 。
2．1．3 提高甲醇催化剂利用率
2．1．4 减小系统阻力
2．1．5 实现长周期平稳运行
双甲精制工艺设置为甲醇化I、甲醇化II和甲烷化III3个系统。甲醇化系统的2个子系统I和II可并可串，2个子系统串联时亦可前后掉换。在氨醇比较小时，甲醇I系统以产醇为主，甲醇II系统以净化精制为主；在氨醇比较大时或另一子系统换触媒时，亦可单子系统运行。如果其中一炉甲醇触媒活性下降就将该子系统串联在前，活性好的甲醇子系统串联在后。
为了满足氨醇比调节大的要求，该工艺设置了双甲循环机，既可供单子系统循环，又可供醇塔双系统循环，同时还可供3个子系统全部循环。双甲工艺流程示意图见图2。
2．2 双甲精制工艺压力等级的确定
根据我公司压缩机等级配置情况，双甲压力确定为五段出口12．5MPa，理由如下。
2．2．1 满足净化合成氨原料气要求
使醇后气CO+CO 体积分数控制在0．3％～0．5％，则要求甲醇合成率和压力等级都比较高。在13 MPa下，CO转化率能达到84％以上，如进口C0体积分数在5％左右，I塔出口就可达到0．8％，II塔出口达到0．2％，CO转化率能达到60％以上；若I塔进口CO 体积分数在1．0％，出口就可达到0．4％，II塔出口达到0．15％。
2．2．2 有利于提高粗醇质量
压力越高，在CO和H 组分相同情况下，单位体积中CO和H 浓度越高，越有利于生成长碳链的醇类和烃类物质。实践证明：31.4MPa双甲工艺不但粗醇纯度低，而且还把生成大分子物质带人氨系统，造成尿素系统波动、堵塞。
2．2．3 压缩机能耗问题
双甲系统在31．4MPa和12．5MPa压力下运行，吨氨电耗会增加15kW·h～20kW·h，氨醇比越小，节电愈明显。
3 双甲工段主要设备及设计特点
3．1 合成塔
3．1．1 甲醇塔内件：公称直径为DN1 400mm，此内件结构为四轴一径，1段～3段为绝热层，第4段为冷管层，第5段为径向层，装填触媒14．3 ，可自卸。
3．1．2 甲烷化塔内件，公称直径为DN1 200mm，设三个绝热段二轴一径，装填触媒10．3 m。，可自卸。
3．2 塔前预热器
采用小密封填料结构形式，从根本上解决了串气问题。换热管采用强化传热管，效率高、设备体积小。3．3 水冷器设计为U型管卧式结构，高压气走管内，冷却水走管间。较传统淋洒式或套管式传热效率高，且占地面积小。
3．4 分离器内件
分离器采用旋流凝聚式高效分离内件。此内件分两段，气体首先进入旋流板，直径较大液滴在此分离，然后进入填料层，直径较小的液滴在此凝聚成大的液滴后分离。
4 运行情况
从2001年12月投运至今， 累计生产粗醇12万t，期间更换甲醇催化剂一炉。双甲系统运行平稳，操
作弹性大，适应性强，维修费用低，生产费用也较传统的铜洗精炼或联醇串铜洗精炼降低不少。
2005年5月更换一炉甲醇催化剂，但是由于甲
醇的两个系统水冷温度偏高，I系统水冷出口气体温
度为86℃ ，II系统水冷出E1气体50℃ ，导致I系统中
生成的粗甲醇仅有40％-50％分离出来，其余部分带入
II系统，在其中反复分解、生成，虽然入E1 CO、CO 成
分提高，但粗醇产量呈下降趋势，于2006年1月在I
系统中新增325m 水冷一套。甲烷化系统中生成水量
却明显增加，甲烷生成量也大，造成合成放空量增大，
总产量下降。
5 运行中存在问题及改进方法
5．1 原设计中两塔都无单独催化剂还原管线，开车
过程中无法对单塔进行还原，所以应增加还原管线。
5．2 新增换热面积为325 m 水冷一套。u型管冷却器
占地面积小，但壳程通道小，水中污垢易形成，易被堵
塞，造成冷却效果差。2005年8月， I塔水冷出口
86℃ ，II塔水冷出口温度50℃ ，有相当一部分甲醇分
离不出来，而被带到甲烷塔，生成了甲烷和水，减少了
产量。鉴于此，在I塔子系统增加一冷排，使醇分入口温度降到30℃ 以下，这样循环机入口和去II塔气体
温度都降低，对I系统来说，循环机进口温度降低，打
气量增加，操作弹性增大；对II系统来说，随着系统温
度的降低，换热器出口热气体温度也降低，水冷温度
由50℃下降到了35℃ 左右，增加水冷后，在维持气量
和气体成分不变的情况下，系统有了明显效果：日增
加粗醇产量30t；系统压差下降0．2MPa；甲烷后气体
中CO+CO2体积分数从15×10 降到10×10 以下；甲
烷化电炉电流升高50A；合成放空量减少1 O00m3／h，日
增加产量lOt左右。入甲烷塔气中醇含量明显降低。
5．3 起净化作用的甲醇II系统目前水温已达到40℃ ，
夏季将会超过45℃ ，仍为制约生产因素之一。所以，在
水质管理较差的厂家用u型管水冷却器要慎重。
5．4 原系统配置3台循环机，为了检修方便或应急，
我公司于2002年又安装1台循环机。
5．5 在醇分离内件上，建议使用南京吴安公司超滤分离内件。此内件是在原内件基础上再增加纤维管超
滤，由于采用国产管，价格不高，效果却极佳。
经过几年运作证明，该装置能应对较为复杂的工
况变化，不但不耗铜、酸、氨及蒸汽，而且还副产甲醇，
同时又是一个环保项目，对节能降耗、稳定生产起到
积极作用。
