NO315938B1 - Process for producing methanol from natural gas - Google Patents
Process for producing methanol from natural gas Download PDFInfo
- Publication number
- NO315938B1 NO315938B1 NO19973970A NO973970A NO315938B1 NO 315938 B1 NO315938 B1 NO 315938B1 NO 19973970 A NO19973970 A NO 19973970A NO 973970 A NO973970 A NO 973970A NO 315938 B1 NO315938 B1 NO 315938B1
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- gas
- methanol
- synthesis gas
- cooled
- reactor
- Prior art date
Links
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 93
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 title claims description 53
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 title claims description 24
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 16
- 239000007789 gas Substances 0.000 claims description 107
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 claims description 54
- 238000003786 synthesis reaction Methods 0.000 claims description 54
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 claims description 20
- 238000010926 purge Methods 0.000 claims description 17
- 238000000926 separation method Methods 0.000 claims description 14
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims description 13
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Chemical compound O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 13
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims description 10
- MYMOFIZGZYHOMD-UHFFFAOYSA-N Dioxygen Chemical compound O=O MYMOFIZGZYHOMD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 6
- RYGMFSIKBFXOCR-UHFFFAOYSA-N Copper Chemical compound [Cu] RYGMFSIKBFXOCR-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 5
- 229910052802 copper Inorganic materials 0.000 claims description 5
- 239000010949 copper Substances 0.000 claims description 5
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 claims description 5
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 4
- 238000006555 catalytic reaction Methods 0.000 claims description 4
- 238000011049 filling Methods 0.000 claims description 4
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 claims description 4
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 claims description 4
- UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N Carbon monoxide Chemical compound [O+]#[C-] UGFAIRIUMAVXCW-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 2
- 229910001882 dioxygen Inorganic materials 0.000 claims description 2
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims 4
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 claims 1
- 229910002091 carbon monoxide Inorganic materials 0.000 claims 1
- 238000012512 characterization method Methods 0.000 claims 1
- 238000011010 flushing procedure Methods 0.000 claims 1
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 7
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 7
- 238000000629 steam reforming Methods 0.000 description 7
- PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N Nickel Chemical compound [Ni] PXHVJJICTQNCMI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 238000001179 sorption measurement Methods 0.000 description 4
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 3
- 230000007306 turnover Effects 0.000 description 3
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- XLOMVQKBTHCTTD-UHFFFAOYSA-N Zinc monoxide Chemical compound [Zn]=O XLOMVQKBTHCTTD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 2
- OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N Carbon Chemical compound [C] OKTJSMMVPCPJKN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N aluminium oxide Inorganic materials [O-2].[O-2].[O-2].[Al+3].[Al+3] PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 229910052799 carbon Inorganic materials 0.000 description 1
- 229910002090 carbon oxide Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000000567 combustion gas Substances 0.000 description 1
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 1
- 238000010276 construction Methods 0.000 description 1
- 239000002826 coolant Substances 0.000 description 1
- 239000000498 cooling water Substances 0.000 description 1
- 229910052593 corundum Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 1
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 1
- 239000000284 extract Substances 0.000 description 1
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 1
- 239000002737 fuel gas Substances 0.000 description 1
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 description 1
- 239000011261 inert gas Substances 0.000 description 1
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 1
- 229910052759 nickel Inorganic materials 0.000 description 1
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- 230000003647 oxidation Effects 0.000 description 1
- 238000007254 oxidation reaction Methods 0.000 description 1
- TWNQGVIAIRXVLR-UHFFFAOYSA-N oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Al]O[Al]=O TWNQGVIAIRXVLR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000002407 reforming Methods 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 239000002562 thickening agent Substances 0.000 description 1
- 229910001845 yogo sapphire Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011787 zinc oxide Substances 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C29/00—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring
- C07C29/15—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively
- C07C29/151—Preparation of compounds having hydroxy or O-metal groups bound to a carbon atom not belonging to a six-membered aromatic ring by reduction of oxides of carbon exclusively with hydrogen or hydrogen-containing gases
- C07C29/1516—Multisteps
- C07C29/1518—Multisteps one step being the formation of initial mixture of carbon oxides and hydrogen for synthesis
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
- Y02P20/52—Improvements relating to the production of bulk chemicals using catalysts, e.g. selective catalysts
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)
Description
Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte for frembringelse av metanol fra naturgass, hvorved man omsetter naturgassen med vanndamp og molekylært oksygen katalytisk og fra den katalytiske omsetningen trekker av en rå syntesegass som inneholder H2, CO og CO2, hvorved man tilblander den rå syntesegassen en H2-rik gass og kretsløpsgass og frembringer en syntesegassblanding som man leder gjennom minst en matanolsyntesereaktor som inneholder en kobberkatalysator og som drives ved et trykk i området fra 10 til 150 bar og temperaturer i området fra 180 til 350°C, hvorved man fra metanolsyntesereaktoren trekker av en gassblanding inneholdende en metanoldamp som man avkjøler inntil metanolen utkondenserer, hvorved en avkjølt restgass fjernes adskilt fra metanol og deles i kretsløpgassen og i en andre delstrøm (spylegass), hvorved man fra spylegassen, som oppviser et H2-innhold på minst 30 volumprosent (beregnet tørt) i en adskillelsesinnretning fra generell H2-rik gass og denne tilblandes den rå syntesegassen. The present invention relates to a method for producing methanol from natural gas, whereby one reacts the natural gas with water vapor and molecular oxygen catalytically and from the catalytic reaction extracts a raw synthesis gas containing H2, CO and CO2, whereby the raw synthesis gas is mixed with an H2-rich gas and circuit gas and produces a synthesis gas mixture which is passed through at least one methanol synthesis reactor containing a copper catalyst and which is operated at a pressure in the range from 10 to 150 bar and temperatures in the range from 180 to 350°C, whereby a gas mixture is withdrawn from the methanol synthesis reactor containing a methanol vapor which is cooled until the methanol condenses out, whereby a cooled residual gas is removed separately from the methanol and divided into the circuit gas and into a second partial flow (purge gas), whereby from the purge gas, which exhibits an H2 content of at least 30 percent by volume (calculated dry) in a separation device from general H2-rich gas and this des the raw synthesis gas.
En slik fremgangsmåte er kjent fra EP-B 0233076. Herved ledes naturgassen eller en delstrøm av naturgassen først gjennom en dampreformering (Steam Reforming), og man tilsetter så den derved oppnådde spaltegassen sammen med resterende naturgass til en reaktor inneholdende katalysator som drives autotermt. Such a method is known from EP-B 0233076. In this way, the natural gas or a partial stream of the natural gas is first passed through a steam reforming (Steam Reforming), and the thus obtained split gas is then added together with remaining natural gas to a reactor containing a catalyst which is operated autothermically.
Dampreformeringen foregår, som vanlig, i rørovner, hvorved en nikkelkatalysator er anordnet i tallrike rør, som befinner seg i et brennkammer og som oppvarmes utenfra ved hjelp av varm forbrenningsgass. Dampreformeringen av den kjente fremgangsmåten tjener til å forhøye hydrogeninnholdet i etterfølgende autoterm reaktor og sørger også for et forhøyet hydrogeninnhold i den oppnådde rå syntesegassen. The steam reforming takes place, as usual, in tube furnaces, whereby a nickel catalyst is arranged in numerous tubes, which are located in a combustion chamber and which are heated from the outside by means of hot combustion gas. The steam reforming of the known method serves to increase the hydrogen content in the subsequent autothermal reactor and also ensures an increased hydrogen content in the raw synthesis gas obtained.
EP-A-0533231 beskriver en metanolfremstilling som angis som autotern, hvorved for anrikning syntesegassen hydrogen stilles til rådighet fra et annet anlegg. Dersom denne H2-mengden fremdeles ikke er tilstrekkelig for innstilling av det nødvendige forholdet mellom H2og karbonoksyder, føres det i tillegg bort fra metanolsyntesen en hydrogenrik restgass og denne ledes inn i reformeringsreaktoren, eller en hydrogenrik gass tilføres til et skilleanlegg og tilblandes deretter syntesegassen. EP-A-0533231 describes a methanol production which is designated as autotern, whereby for enrichment the synthesis gas hydrogen is made available from another plant. If this amount of H2 is still not sufficient for setting the required ratio between H2 and carbon oxides, a hydrogen-rich residual gas is also removed from the methanol synthesis and this is led into the reforming reactor, or a hydrogen-rich gas is supplied to a separator and then mixed with the synthesis gas.
I artikkelen i Nitrogen, Nr. 222 (1996) 37 beskrives en utvidelse av et bestående metanolanlegg ved hjelp av en "add-on unit". H2-underksuddet i det i etterhånd instillerte parallellanlegget dekkes av restgassene fra det opprinnelige anlegget og det tilføyde anlegget. En vesentlig del av det i det tilføyde anlegger nødvendige H2tas også fra et fremmedanlegg. In the article in Nitrogen, No. 222 (1996) 37, an expansion of an existing methanol plant using an "add-on unit" is described. The H2 undercut in the subsequently installed parallel plant is covered by the residual gases from the original plant and the added plant. A significant part of what is added also installs the necessary H2tas from a foreign plant.
Til grunn for oppfinnelsen ligger den oppgaven å modifisere den kjente fremgangsmåten på en slik måte at fremgangsmåten kan realiseres med lave investeringskostnader og at det samtidig kan oppnås et gunstig forbruk av prosessmidler. Derved bør det også kunne gis avkall på dampreformeringen. Ifølge oppfinnelsen skjer dette ved en fremgangsmåte av den innledningsvisnevnte art ved at The invention is based on the task of modifying the known method in such a way that the method can be realized with low investment costs and that at the same time a favorable consumption of process means can be achieved. Thereby, it should also be possible to waive steam reforming. According to the invention, this takes place by a method of the type mentioned at the outset in that
(a) den katalytiske omsetningen av naturgassen med vanndamp og oksygen gjennomføres bare i autotermt drevet reaktor, som oppviser minst en, med naturgass og oksygen matet brenner og som underbrenneren for oppviser en fylling av (a) the catalytic reaction of the natural gas with water vapor and oxygen is carried out only in an autothermally driven reactor, which has at least one burner fed with natural gas and oxygen and for which the sub-burner has a filling of
kornformet katalysator: granular catalyst:
(b) den rå syntesegassen trekkes av med en temperatur i området fra 800 til 1200°C fra den autotermt drevne reaktoren, avkjøles, vanndamp utkondenseres og det dannede (b) the raw synthesis gas is withdrawn at a temperature in the range from 800 to 1200°C from the autothermally operated reactor, cooled, water vapor is condensed out and the formed
kondensatet fraskilles: the condensate is separated:
(c) den rå, avkjølte syntesegassen har ført til blandingen av f^-rik gass et støkiometritall på 1,3 til 1,9, hvorved S beregnes fra de molare konsentrasjonene av H2, CO og CO2(c) the raw, cooled synthesis gas has given the f^-rich gas mixture a stoichiometric number of 1.3 to 1.9, whereby S is calculated from the molar concentrations of H2, CO and CO2
ifølge S = (H2- C02): (CO + C02): according to S = (H2- C02): (CO + C02):
(d) spylegassen består i et omfang på 30 til 80 volumprosent av H2, i et omfang på 7 til 35 volumprosent, og fortrinnsvis i et omfang på minst 10 volumprosent av CO2(d) the purge gas consists to an extent of 30 to 80 volume percent of H2, to an extent of 7 to 35 volume percent, and preferably to an extent of at least 10 volume percent of CO2
i et omfang på 3 til 25 volumprosent av CO, to an extent of 3 to 25 percent by volume of CO,
(e) mengden pr. time av spylegass utgjør 8 til 25% og fortrinnsvis 10 til 15% (beregnet (e) the quantity per hour of purge gas amounts to 8 to 25% and preferably 10 to 15% (calculated
tørt) av mengden pr. time av avkjølt, rå syntesegass: dry) of the quantity per hour of cooled, raw synthesis gas:
(f) den i spylegass til adskillelsesinnretningen tilførte mengden pr. time av CO2utgjør 10 til 50%, og fortrinnsvis 15 til 35%, av C02-mengden pr. time i avkjølt, rå (f) the quantity supplied in purge gas to the separation device per hour of CO2 accounts for 10 to 50%, and preferably 15 to 35%, of the C02 quantity per hour in chilled, raw
syntesegass, synthesis gas,
(g) den i spylegass til adskillelsesinnretning tilførte mengden pr. time av CO utgjør 2 til (g) the quantity supplied in purge gas to the separation device per hour of CO amounts to 2 more
10% av CO-mengden pr. time i avkjølt, rå syntesegass, 10% of the CO quantity per hour in cooled, raw synthesis gas,
(h) den fra adskiUelseinnretningenen avtrukne, H2-rike gassen som er tilblandet den rå (h) the H2-rich gas withdrawn from the separation device, which is mixed with the raw
syntesegassen, har et H2-innhold på minst 80 volumprosent, hvorved det ved H2-tilblandingene i syntesegassen oppnås et støkiometritall S på 1,95 til 2,2. the synthesis gas, has an H2 content of at least 80% by volume, whereby a stoichiometry number S of 1.95 to 2.2 is achieved with the H2 admixtures in the synthesis gas.
Ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen sørges det for at spylegassen utgjør en relativt stor gasstrøm. Dette oppnås ved at man driver metanolsyntesereaktoren på en slik måte at ved siden av metanoldampen kan det stadig trekkes av en stor restgasstrøm. Man gir derved bevist avkall på i syntesereaktoren å oppnå en optimal høy omsetning av H2, CO og CO2. Spesielt reduseres omsetningen av CO2, hvorved også H2-omsetningen reduseres betydelig. Ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen sørger man for at spylegassmengden minst inneholder den mengden av hydrogen som er nødvendig for den nødvendige økningen av støkiometritallet for den rå syntesegassen. I metanolsyntesereaktoren blir den nødvendige katalysatormengden mindre, slik at metanolsyntesereaktoren kan uføres mindre. Likeledes er det mulig å drive reaktoren med relativt lavt trykk eller med lavt kretsløpsforhold. I tillegg til disse fordelene som betydelig reduserer kostnadene for anlegget kommer det til at man også arbeider uten CO-konvertering og uten C02-fjernelse i rå syntesegass. Idet man ifølge oppfinnelsen gir avkall på dampreformering kan man i autotermt drevet reaktor prinsipielt arbeide ved høyere trykk. Idet samtidig trykket i metanolsyntesereaktoren kan være relativt lavt så oppstår muligheten av en vidtgående utligning av trykket i gassfremstillingen og syntesen. In the method according to the invention, it is ensured that the purge gas constitutes a relatively large gas flow. This is achieved by operating the methanol synthesis reactor in such a way that, next to the methanol steam, a large residual gas flow can be continuously drawn off. One thereby gives up the proven need to achieve an optimally high turnover of H2, CO and CO2 in the synthesis reactor. In particular, the turnover of CO2 is reduced, whereby the H2 turnover is also significantly reduced. In the method according to the invention, it is ensured that the amount of purge gas contains at least the amount of hydrogen that is necessary for the necessary increase in the stoichiometric number for the raw synthesis gas. In the methanol synthesis reactor, the required amount of catalyst is reduced, so that the methanol synthesis reactor can be fed less. Likewise, it is possible to operate the reactor at relatively low pressure or with a low circuit ratio. In addition to these advantages, which significantly reduce the costs of the plant, you also work without CO conversion and without C02 removal in raw synthesis gas. Since, according to the invention, steam reforming is dispensed with, an autothermally driven reactor can in principle work at higher pressure. Since at the same time the pressure in the methanol synthesis reactor can be relatively low, the possibility of a far-reaching equalization of the pressure in the gas production and synthesis arises.
Den autotermt drevne reaktoren, som arbeider uten direkte oppvarming av katalysatoren er kjent og f.eks. beskrevet i «Ullman's Encyclopedia of Industrial Chemistry», 5. Opplag, bind A 12, sidene 202 til 204. Naturgassen tilsettes til reaktoren fortrinnsvis i forvarmet tilstand. Vanligvis tilfører man brenneren av reaktoren teknisk rent oksygen for å holde innholdet av inertgass i rå syntesegass lavest mulig. Tilførselen av vanndamp ligger vanligvis i området fra 0,5 til 3,0 mol, angitt på basis av det molare karbon-innholdet i naturgassen. Den autotermt drevne reaktoren kan være utformet i en del eller som flertrinnsreaktor. I stedet for naturgass kan den autotermt drevne reaktoren også tilføres andre stoffer, f.eks. drives med flytende gass eller rafinerigass. The autothermally operated reactor, which works without direct heating of the catalyst, is known and e.g. described in "Ullman's Encyclopedia of Industrial Chemistry", 5th Edition, Volume A 12, pages 202 to 204. The natural gas is added to the reactor preferably in a preheated state. Technically pure oxygen is usually supplied to the burner of the reactor to keep the content of inert gas in raw synthesis gas as low as possible. The supply of water vapor is usually in the range from 0.5 to 3.0 mol, indicated on the basis of the molar carbon content of the natural gas. The autothermally driven reactor can be designed in one part or as a multi-stage reactor. Instead of natural gas, the autothermally driven reactor can also be supplied with other substances, e.g. operated with liquefied gas or refinery gas.
For metanolsyntesereaktoren kunne i og for seg kjente konstruksjoner komme på tale, spesielt den vannkjølte rørreaktoren eller den adiabatisk drevne fastsjiktreaktoren. For the methanol synthesis reactor, known constructions in and of themselves could be used, especially the water-cooled tube reactor or the adiabatically operated fixed-bed reactor.
Adskillelsesinnretningen for oppnåelse av H2-rik gass utformes likeledes på i og for seg kjent måte, f.eks. som trykkvekslingsadsorbsjonsanlegg eller lavtemperatur-gasspaltning. The separation device for obtaining H2-rich gas is likewise designed in a manner known per se, e.g. such as pressure exchange adsorption plants or low-temperature gas cracking.
Utformingsmuligheter for fremgangsmåten belyses ved hjelp av tegningen. Tegningen viser et flytskjema for fremgangsmåten. Design options for the procedure are illustrated with the help of the drawing. The drawing shows a flow chart for the procedure.
Den autotermt drevne reaktoren (1) oppviser en fylling (2) av kornet nikkelkatalysator. Over fyllingen befinner det seg en brenner (3), som man via røret (4) tilfører avsvovlet naturgass, gjennom rør (5) 02-rik gass og gjennom rør (6) vanndamp. Som 02-rik gass anvendes vanligvis teknisk rent oksygen. Den for omsetningen i reaktoren (1) nød-vendige varmen skaffes alene ved bare partiell oksydasjon. Temperaturene ved utløp (8) av reaktoren (1) ligger i området fra 800 til 1200°C, og vanligvis ved minst 900°C. Varm, rå syntesegass forlater reaktoren (1) og strømmer gjennom en kjøling (9) som kan være utformet i flere trinn, hvilket ikke er angitt detaljert i tegningen. Ved kjøling faller det ut et vandig kondensat som fjernes i rør (10). Den avkjølte, rå syntesegassen som strømmer gjennom røret (11) oppviser vanligvis temperaturer i området fra 20 til 80°C. Denne gassen fortettes av en kompressor (12). Gjennom røret (14) tilføres H2-rik gass, som kommer fra en adskillelsesinnretning (15). H2-innholdet i gass i rør (14) utgjør minst 80 volumprosent og fortrinnsvis minst 90 volumprosent. The autothermally driven reactor (1) has a filling (2) of granular nickel catalyst. Above the filling there is a burner (3), to which desulphurised natural gas is supplied via pipe (4), 02-rich gas through pipe (5) and water vapor through pipe (6). Technically pure oxygen is usually used as an O2-rich gas. The heat necessary for the reaction in the reactor (1) is obtained by only partial oxidation. The temperatures at the outlet (8) of the reactor (1) are in the range from 800 to 1200°C, and usually at least 900°C. Hot, raw synthesis gas leaves the reactor (1) and flows through a cooling (9) which can be designed in several stages, which is not shown in detail in the drawing. During cooling, a watery condensate falls out, which is removed in pipe (10). The cooled raw synthesis gas flowing through the pipe (11) usually exhibits temperatures in the range from 20 to 80°C. This gas is condensed by a compressor (12). H2-rich gas is supplied through the pipe (14), which comes from a separation device (15). The H2 content in gas in pipe (14) is at least 80 volume percent and preferably at least 90 volume percent.
Støkiometritallet S for gassen i rør (11) ligger i området fra 1,3 til 1,9 og for det meste ved høyst 1,8. Ved tilblanding av H2-rik gass i rør (14) forhøyes støkiometritallet i syntesegass i rør (16) til 1,95 til 2,2, hvilket er nødvendig for metanolsyntesen. S beregnes på i og for seg kjent måte fra de molare konsentrasjonene av Ffe, CO og CO2ifølge S = (H2- C02) : (CO + C02). The stoichiometry number S for the gas in pipe (11) lies in the range from 1.3 to 1.9 and mostly at most 1.8. By mixing H2-rich gas in pipe (14), the stoichiometry number in synthesis gas in pipe (16) is increased to 1.95 to 2.2, which is necessary for the methanol synthesis. S is calculated in a manner known per se from the molar concentrations of Ffe, CO and CO2 according to S = (H2- C02) : (CO + C02).
Gassen i rør (16) tilblandes gjennom rør (18) kretsløpsgass og den derved dannede syntesegassblandingen føres i røret (19) først til en varmeveksler (20), før den gjennom rør (21) trer inn i metanolsyntesereaktoren (22). The gas in pipe (16) is mixed with circuit gas through pipe (18) and the resulting synthesis gas mixture is led in pipe (19) first to a heat exchanger (20), before it enters the methanol synthesis reactor (22) through pipe (21).
I tegningen er reaktoren (22) angitt som en i og for seg kjent rørreaktor, hvorved kobberkatalysatoren er anordnet i tallrike rør (23).For indirekte kjøling av innerområdet av rørene (23) tilfører man reaktoren gjennom rør (24) kjølevann og trekker oppvarmet og delvis fordampet kjølemedium av gjennom røret 25.1 rørene (23) ligger temperaturene i området fra 180 til 350°C og for det meste i området fra 200 til 300°C. Trykket i rørene utgjør 10 til 150 bar og ligger for det meste i området fra 20 til 100 bar. In the drawing, the reactor (22) is indicated as a tube reactor known per se, whereby the copper catalyst is arranged in numerous tubes (23). For indirect cooling of the inner area of the tubes (23), cooling water is supplied to the reactor through tubes (24) and the heated and partly vaporized cooling medium of through the pipe 25.1 the pipes (23) the temperatures are in the range from 180 to 350°C and mostly in the range from 200 to 300°C. The pressure in the pipes amounts to 10 to 150 bar and is mostly in the range from 20 to 100 bar.
Fra reaktoren (22) trekker man gjennom røret (26) av en gassblanding inneholdende metanoldamp, som man først avkjøler i varmeveksler (20) og deretter gjennom røret (27) fører til en indirekte kjøler (28). Gjennom røret (29) når blandingen til kondensator (30) hvorfra man gjennom røret (31) trekker av et kondensat inneholdene metanol og vann. Den videre destillative behandlingen av dette kondensatet, som i og for seg er kjent, trenger her ikke nærmere omtale. From the reactor (22), a gas mixture containing methanol vapor is drawn through the pipe (26), which is first cooled in a heat exchanger (20) and then through the pipe (27) leads to an indirect cooler (28). Through the pipe (29) the mixture reaches the condenser (30) from which a condensate containing methanol and water is withdrawn through the pipe (31). The further distillation treatment of this condensate, which is known in and of itself, needs no further mention here.
Fra kondensatoren (30) trekker man gjennom røret (32) av avkjølt restgass og deler denne i to gasstrømmer. Den første strømmen tilbakeføres som kretsløpsgass gjennom røret (18). Den andre strømmen, som her betegnes spylegass, tilføres i røret (33) til adskillelsesinnretning (15), som f.eks. arbeider ifølge prinsippet med trykkvekslings- adsorbsjon. I adskillelsesinnretningen (15) dannes det ved siden av den H2-rikegassen i rør (14) en metan, CO og CO2holdig avgass, som trekkes av i røret (34) og som er anvendbar som brenngass eller kan tilføres en annen utnyttelse. From the condenser (30), cooled residual gas is drawn through the pipe (32) and divided into two gas streams. The first flow is returned as circuit gas through the pipe (18). The second flow, which is here referred to as purge gas, is supplied in the pipe (33) to the separation device (15), which e.g. works according to the principle of pressure exchange adsorption. In the separation device (15), next to the H2-rich gas in pipe (14), an off-gas containing methane, CO and CO2 is formed, which is drawn off in the pipe (34) and which can be used as fuel gas or can be fed into another utilization.
For å kunne tilblande gassene i rørene (14) og (18) til syntesegassen er en fortetter nødvendig, som imidlertid av enkelhets grunner er utelatt fra tegningen. Reaktoren (1) kan man drive ved et trykk over 40 bar, hvorved kompressoren 12 kan falle bort. In order to be able to mix the gases in the pipes (14) and (18) to the synthesis gas, a condenser is necessary, which, however, is omitted from the drawing for reasons of simplicity. The reactor (1) can be operated at a pressure above 40 bar, whereby the compressor 12 can fall away.
Eksempler: Examples:
De følgende eksemplene, som delvis er beregnede, har frembringelsen av 1000 dagstonn metanol som mål. Nikkelkatalysatoren i reaktor (1) består av 15 vektprosent nikkel på en Al203-holdig bærer. Kobberkatalysatoren for metanolsyntesen inneholder 60 vektprosent kobber, 30 vektprosent sinkoksyd og 10 vektprosent aluminiumoksyd og arbeider ved et trykk på 80 bar. Adskillelsesinnretaingen (15) er et trykkvekslingsadsorbsjonsanlegg, for hvilket et H2-utbytte på 85% antas. The following examples, which are partly calculated, aim to produce 1,000 tonnes of methanol per day. The nickel catalyst in reactor (1) consists of 15% by weight of nickel on an Al2O3-containing carrier. The copper catalyst for the methanol synthesis contains 60% by weight copper, 30% by weight zinc oxide and 10% by weight aluminum oxide and works at a pressure of 80 bar. The separation device (15) is a pressure swing adsorption plant, for which an H2 yield of 85% is assumed.
Eksempel 1: Example 1:
Man arbeider med et anlegg som tilsvarer tegningen; naturgass i rør (4) er forvarmet til 500°C, likeledes det teknisk rene oksygenet i rør (5) og vanndampen i rør (6). Det tilføres brenneren (3) pr. time 1472 kmol naturgass, 1946 kmol vanndamp og 850 kmol O2. Naturgassen inneholder i tillegg til metan 1,5 mol % C2H6og 0,4 mol % C3H8+ C4H10. Ytterligere enkeltheter fremgår av den etterfølgende tabell I, hvor i forskjellige rør komponentene av den aktuelle blandingen er angitt i mol % og kmol/time. One works with a plant that corresponds to the drawing; natural gas in pipe (4) is preheated to 500°C, likewise the technically pure oxygen in pipe (5) and the water vapor in pipe (6). It is supplied to the burner (3) per hour 1472 kmol natural gas, 1946 kmol water vapor and 850 kmol O2. In addition to methane, the natural gas contains 1.5 mol % C2H6 and 0.4 mol % C3H8+ C4H10. Further details appear in the subsequent table I, where in different tubes the components of the mixture in question are indicated in mol% and kmol/hour.
Støkiometritallet S utgjør i rå syntesegass i rør (8) 1,79 og i gassen i rør (16) S = 2,0. The stoichiometric number S in raw synthesis gas in pipe (8) is 1.79 and in the gas in pipe (16) S = 2.0.
Eksempel 2: Example 2:
Trykket i reaktoren (1) utgjør nå 50 bar, slik at fortetteren (12) kan falle bort. Det anvendes samme naturgass som i eksempel 1, temperaturen i rørene (4), (5) og (6) utgjør i hvert tilfelle 600°C. Til brenneren (3) tilfører man pr. time 1498 kmol naturgass, 1982 kmol vanndamp og 800 kmol teknisk rent oksygen. Ytterligere data fremgår fra tabell It: The pressure in the reactor (1) is now 50 bar, so that the thickener (12) can fall away. The same natural gas is used as in example 1, the temperature in pipes (4), (5) and (6) is in each case 600°C. To the burner (3) you add per hour 1498 kmol natural gas, 1982 kmol water vapor and 800 kmol technically pure oxygen. Further data appear from table It:
1. sammenligningseksempel ( beregnet) : 1. comparison example (calculated):
For frembringelsen av 1000 dagstonn metanol anvender man naturgassen fra eksempel 1, forvarmet til 500 °C, og leder derav 360 kmol/time gjennom en konvensjonell rørovn for dampreformering på en vanlig nikkelkatalysator. Man oppnår på denne måten en H2-holdig primærgass med ca. 40 volumprosent H2, som man tilblander 1030 kmol/time naturgass. Blandingen tilsettes til en autotermt drevet reaktor, som på samme måte som i fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen på tegningen bare anvendes alene. Under tilsats av O2og vanndamp oppstår en rå syntesegass i en samlet mengde på 5900 kmol/time, hvis temperatur utgjør 1000°C og hvis trykk utgjør 35 bar, hvor ved S = 1,95. Gjennom røret (14) tilblander man denne gassen 66 kmol/time hydrogen og forhøyer på denne måten S til 2,0. Spylegassmengden (rør 33) utgjør bare 147 kmol/time, som tilføres et trykk vekslingsadsorbsjonsanlegg. Gjennom røret (34) føres det bort 81 kmol/time avgass, som er sammensatt av (i kmol/time) 8,2 CO2,4,1 CO, 21,1 H2, 0,5 metanol, 2,4 N2og 44,7 CH4. Det kan fastslås at spesielt mengden og sammensetningen av spylegassen er betydelig forskjellig fra eksemplene 1 og 2. For the production of 1000 tonnes per day of methanol, the natural gas from example 1 is used, preheated to 500 °C, and 360 kmol/hour of this is passed through a conventional tube furnace for steam reforming on an ordinary nickel catalyst. In this way, an H2-containing primary gas with approx. 40 volume percent H2, which is mixed with 1030 kmol/hour of natural gas. The mixture is added to an autothermally operated reactor, which, in the same way as in the method according to the invention in the drawing, is only used alone. During the addition of O2 and water vapour, a raw synthesis gas is produced in a total amount of 5900 kmol/hour, whose temperature is 1000°C and whose pressure is 35 bar, where at S = 1.95. Through the pipe (14) this gas is mixed with 66 kmol/hour of hydrogen and in this way increases S to 2.0. The amount of purge gas (pipe 33) amounts to only 147 kmol/hour, which is supplied to a pressure exchange adsorption plant. Through the pipe (34) 81 kmol/hour of exhaust gas is carried away, which is composed of (in kmol/hour) 8.2 CO2, 4.1 CO, 21.1 H2, 0.5 methanol, 2.4 N2 and 44, 7 CH4. It can be established that in particular the quantity and composition of the purge gas is significantly different from examples 1 and 2.
2. sammenligningseksempel ( beregnet) : 2nd comparison example (calculated):
Man anvender naturgassen fra eksempel 1 og fremgangsmåtegj ennomføringen på tegningen. Fra den rå syntesegassen i rør (11) fjernes 20% av C02, slik at støkiometri-tallet øker til 1,93.1 forskjellige rør har man følgende gassmengder og gassammen-setninger: The natural gas from example 1 is used and the procedure carried out in the drawing. From the raw synthesis gas in tube (11) 20% of C02 is removed, so that the stoichiometry number increases to 1.93.1 different tubes have the following gas quantities and gas compositions:
Også her er sammensetningen og mengden av spylegass i rør (33) betydelig forskjellig fra den i eksemplene 1 og 2. Here, too, the composition and amount of purge gas in pipe (33) is significantly different from that in examples 1 and 2.
Claims (3)
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE19644216A DE19644216A1 (en) | 1996-10-24 | 1996-10-24 | Process for producing methanol from natural gas |
Publications (3)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO973970D0 NO973970D0 (en) | 1997-08-29 |
| NO973970L NO973970L (en) | 1998-04-27 |
| NO315938B1 true NO315938B1 (en) | 2003-11-17 |
Family
ID=7809871
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO19973970A NO315938B1 (en) | 1996-10-24 | 1997-08-29 | Process for producing methanol from natural gas |
Country Status (7)
| Country | Link |
|---|---|
| EP (1) | EP0839786B1 (en) |
| CA (1) | CA2213025C (en) |
| DE (2) | DE19644216A1 (en) |
| DK (1) | DK0839786T3 (en) |
| MY (1) | MY125560A (en) |
| NO (1) | NO315938B1 (en) |
| SA (1) | SA98180958B1 (en) |
Families Citing this family (12)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| NO314989B1 (en) | 1999-12-28 | 2003-06-23 | Statoil Asa | Process for increasing production in an existing processing plant for conversion of natural gas to a product, as well as processing plants |
| CA2357527C (en) | 2001-10-01 | 2009-12-01 | Technology Convergence Inc. | Methanol recycle stream |
| US7205376B2 (en) | 2004-05-04 | 2007-04-17 | General Electric Company | Processes for the production of cumene, polyetherimides, and polycarbonates |
| DE102004028200B3 (en) * | 2004-05-28 | 2005-12-15 | Hippweb E.K. | Method for carrying out heterogeneous catalytic exothermic gas phase reactions for the synthesis of methanol |
| US7019039B1 (en) * | 2005-07-14 | 2006-03-28 | Starchem Technologies, Inc. | High efficiency process for producing methanol from a synthesis gas |
| CN102617282B (en) | 2006-05-30 | 2014-06-25 | 星化学技术公司 | Methanol production process and system |
| WO2014173452A1 (en) * | 2013-04-26 | 2014-10-30 | Silicon Fire Ag | Process and reactor system for synthesis of methanol with cycle gas and purge gas recycling |
| JP6663211B2 (en) | 2015-12-04 | 2020-03-11 | 三菱重工エンジニアリング株式会社 | Methanol production system and production method |
| EP3181541B1 (en) * | 2015-12-18 | 2018-08-29 | L'Air Liquide Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Method and device for the recovery of methanol |
| EP3181540B1 (en) * | 2015-12-18 | 2019-07-24 | L'Air Liquide Société Anonyme pour l'Etude et l'Exploitation des Procédés Georges Claude | Process for the separation of methanol from gas mixtures |
| RU2616919C1 (en) * | 2016-06-02 | 2017-04-18 | Андрей Владиславович Курочкин | Unit of complex non-waste gas treatment with methanol production |
| EP3366663A1 (en) * | 2017-02-23 | 2018-08-29 | Casale Sa | Process for methanol production |
Family Cites Families (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4546111A (en) * | 1983-04-22 | 1985-10-08 | Foster Wheeler Energy Corporation | Process for the production of oxygenated organic compounds such as methanol |
| GB2142331A (en) * | 1983-06-29 | 1985-01-16 | Toyo Engineering Corp | A process for producing methanol |
| CA1263671A (en) * | 1986-02-10 | 1989-12-05 | David Leon Banquy | Process for the production of synthesis gas |
| DE4130718A1 (en) * | 1991-09-14 | 1993-03-18 | Metallgesellschaft Ag | PROCESS FOR GENERATING A SYNTHESIS GAS FOR METHANOL SYNTHESIS |
-
1996
- 1996-10-24 DE DE19644216A patent/DE19644216A1/en not_active Withdrawn
-
1997
- 1997-03-27 MY MYPI97001311A patent/MY125560A/en unknown
- 1997-07-30 DK DK97113105T patent/DK0839786T3/en active
- 1997-07-30 DE DE59708052T patent/DE59708052D1/en not_active Expired - Lifetime
- 1997-07-30 EP EP97113105A patent/EP0839786B1/en not_active Expired - Lifetime
- 1997-08-25 CA CA002213025A patent/CA2213025C/en not_active Expired - Lifetime
- 1997-08-29 NO NO19973970A patent/NO315938B1/en not_active IP Right Cessation
-
1998
- 1998-03-10 SA SA98180958A patent/SA98180958B1/en unknown
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| NO973970D0 (en) | 1997-08-29 |
| MY125560A (en) | 2006-08-30 |
| DE59708052D1 (en) | 2002-10-02 |
| CA2213025A1 (en) | 1998-04-24 |
| NO973970L (en) | 1998-04-27 |
| EP0839786A2 (en) | 1998-05-06 |
| EP0839786B1 (en) | 2002-08-28 |
| EP0839786A3 (en) | 1999-10-06 |
| DK0839786T3 (en) | 2002-12-30 |
| SA98180958B1 (en) | 2006-05-20 |
| CA2213025C (en) | 2006-06-13 |
| DE19644216A1 (en) | 1998-04-30 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| KR100201886B1 (en) | Autothermal steam reforming process | |
| AU742314B2 (en) | Steam reforming | |
| US20220194789A1 (en) | Atr-based hydrogen process and plant | |
| AU610341B2 (en) | Methanol | |
| EP2464598B1 (en) | Combined reforming process for methanol production | |
| CA1144099A (en) | Catalytic steam reforming of hydrocarbons | |
| CA1210222A (en) | Ammonia production process | |
| EP0601956B1 (en) | Process for the preparation of carbon monoxide rich gas | |
| AU2002300204B2 (en) | Method of manufacturing methanol | |
| US5714132A (en) | Production of hydrogen and carbon monoxide from oxyfuel furnace off-gas | |
| US4065483A (en) | Methanol | |
| US20120301391A1 (en) | Process for the production of hydrogen starting from liquid hydrocarbons, gaseous hydrocarbons and/or oxygenated compounds also deriving from biomasses | |
| NO336963B1 (en) | Process for the production of hydrocarbons | |
| NO153564B (en) | PROCEDURE FOR THE PREPARATION OF SYNTHESIC GAS FROM A SULFULATED HYDROCARBON CONTAINING CHARGE. | |
| NO306855B1 (en) | Process for producing a hydrogen-containing synthesis gas | |
| NO160655B (en) | PROCEDURE FOR THE MANUFACTURE OF AMMONIAK. | |
| NO158616B (en) | PROCEDURE FOR THE MANUFACTURE OF AMMONIAK. | |
| NO312026B1 (en) | Integrated process and integrated plant for the production of methanol and ammonia | |
| CA3205154A1 (en) | Method for preparing a synthesis gas | |
| NO315938B1 (en) | Process for producing methanol from natural gas | |
| NO172486B (en) | PROCEDURE FOR PARTIAL OXIDATION FOR MANUFACTURING GAS, REDUCING GAS OR FUEL GAS | |
| JPH0257134B2 (en) | ||
| US20010025449A1 (en) | Process for obtaining a heating fluid as indirect heat source for carrying out endothermic reactions | |
| JPS61122102A (en) | Steam reforming of hydrocarbon | |
| GB2033882A (en) | Production of ammonia |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MK1K | Patent expired |