合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺.docx

合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺.docx

《合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺.docx（24页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。

合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺

合成氨原料气醇烃化净化精制新工艺

作者/来源：

谢定中，卢健（湖南安淳高新技术有限公司，湖南长沙410015）   日期：

2006-01-10   点击率：

877

1 醇烃化工艺开发简况

   合成氨原料气醇烃化净化精制工艺是双甲工艺的升级技术。

双甲工艺是湖南安淳高新技术有限公司开发成功的原创型技术，该技术于1990年提出，1991年进行工业化，1992年9月第一套工业化装置在湖南衡阳市氮肥厂投产成功，在国际上最早提出，最先进行工业化生产。

1993年4月获国家发明专利，相继又申请了可调节氨醇比的醇烃化专利技术，美、英等权威化学文摘均作了报道。

1994年元月通过化工部科技鉴定，1994年6月国家科委将该项目列入《国家重大科技成果推广计划》项目。

第一套装置至今已正常运行15年，目前这个示范厂的净化精制能力上升到了总氨80kt/a，副产10kt/a甲醇，工艺投用以来，取得了很好的经济和社会效益。

目前，推广的工艺最大合成氨能力达400kt/a，在全国中、小合成氨厂推广达35家之多。

湖南郴州桥口氮肥厂的双甲工艺被评为国家优秀创新工程，双甲工艺评为1995年度原化学工业部十二大重大科技成果之一，2000年被授予湖南省科技进步一等奖，给予重点推广。

2003年醇烃化工艺获得国家科技进步二等奖。

   此工艺开发和发展可分为三个阶段，历时近十五年的开发创新和竭力推广，有着超乎寻常的辛劳，可谓“十年磨一剑”。

   技术发展的第一阶段——确认了国产甲烷化催化剂在高压条件下的运行条件。

技术发展之初，当有双甲净化工艺这个创意时，国内的很多厂家已经有了联醇工段，一般为联醇后再串铜洗进行净化精制，由于联醇出口CO和CO2的指标与传统的甲烷化进口气体成分指标不一样，且压力等级也不一样，要将铜洗去掉用甲烷化来替代，必须首先解决进甲烷化炉的进口气体的气体成份问题——一定要使醇后气中CO+CO2总量不超过0.7%，且越低越有利于提高气体的利用率和降低气体的消耗。

   另外要使甲烷化催化剂能在甲醇之后的压力级内运行必须有一套可行的工艺条件及设备等来保证。

而当时，国际、国内传统镍基甲烷化催化剂的使用压力均在0.3MPa，而当时甲醇催化剂活性压力为13MPa，按工艺布置，甲烷化只能放置在甲醇后，因此，必须要找出甲烷化催化剂在高压下的工况条件。

我公司通过改变工艺条件、流程及设备结构，进行了大量的实验，模索出了一整套甲烷化催化剂在高压条件下的运行条件，于1991年在湖南衡阳氮肥厂的40kt/a装置上投产，达到了预期的效果。

   技术发展的第二阶段——确定了可调氨醇比的思维模式及工艺条件。

当流程打通后，气体的成分控制、新鲜气的消耗、副产甲醇的量及工艺长久稳定运行的条件等均需要摸索，要求有切实可行的工艺方法及操作工艺指标。

特别是当甲醇市场波动时，氨和副产甲醇的产量配合要自如，且经济性能要好、工艺指标也要先进。

为此我们摸索出了一种可调氨醇比的工艺条件和设备配置方法，达到了醇氨比可在1∶20到1∶1的范围内进行调整，且可保证工艺运行稳定，净化精制气净化指标不变的目标。

这种工艺方法的更新，使很多厂家获得了十分优厚的效益回报。

  技术发展的第三阶段——开发了醇烃化净化精制工艺，代替甲醇甲烷化（双甲）工艺。

众所周知，甲烷化反应主要是将醇后气中少量的CO和CO2与气体中的H2进行合成反应，生成CH4和水，而在氨合成工段CH4为无用的惰性气体，将要在生产过程中放空掉。

因此，我们要求醇后气中CO和CO2尽量低，另外找出一种能使合成后的CH4量生成少的催化剂来替代纯甲烷化的工艺，我们开发了一种价廉的催化剂，称之为醇烃化催化剂，以此来取代甲烷化催化剂。

首次使用是在湖南衡阳氮肥厂和湖南岳阳化工股份有限公司，达到了降低新鲜气消耗约30%的效果。

换言之，利用这种催化剂可将原来采用气态的废气输出方式换成液态，且此物质可回收利用，既降低了有效气体的消耗，又使工艺操作和流程更加简化。

   基于此，我们成功地将双甲工艺升级为更加先进、更加节能的醇烃化工艺，此技术一问世，得到了同行的一致认同，成功地获得了国家科技进步二等奖。

不论是双甲工艺还是醇烃化工艺净化精制原料气都比目前很多厂家在用传统的铜洗法和深度低变—甲烷化法净化精制工艺有着比较明显优点。

2 醇烃化工艺技术方案

2.1 化学反应

2.1.1 甲醇化反应

   原料气中CO、CO2与H2在一定温度、催化剂作用下生成粗甲醇，经过冷却、分离送入中间贮糟，此工艺类似于合成氨的联醇工艺，但对醇后气的指标要求高，因而要求醇塔要有更高的转化率和更好的热利用率。

   本工序主要反应方程式如下

   主反应 

   CO＋2H2=CH3OH+102.5kJ/mol          

  CO2＋3H2=CH3OH＋H2O+59.6kJ/mol

   副反应 

   4CO＋8H2=C4H9OH＋3H2O+49.62kJ/mol  

   2CO＋4H2=（CH3）2O＋H2O+200.2kJ/mol

   2CH3OH=（CH3）2O＋H2O                

   CO＋3H2=CH4＋H2O+115.6kJ/mol

   CO2+H2=CO+H2O－42.9kJ/mol

   nCO+2nH2=（CH2）n+nH2O+Q

2.1.2 甲烷化反应

   经甲醇化工序后的醇后气，含CO+CO2为0.03%～0.3%，经换热后温度达到280℃，进入甲烷化工序，净化气中CO、CO2在催化剂作用下，与H2生成甲烷。

反应方程如下：

   主反应：

   CO+3H2=CH4+H2O+206.3kJ/mol

   CO2+4H2=CH4+2H2O+165.1kJ/mol

   副反应：

   O2+2H2=2H2O+C+484.0kJ/mol

   2CO=CO2+C+172.5kJ/mol

   CO+H2=H2O+C+131.5kJ/mol

   Ni+4CO=Ni（CO）4（气）

2.2 双甲工艺流程简图及说明  

2.2.1 双甲工艺的原则流程

图1 双甲工艺的原则流程图

   造气出来的半水煤气经气柜后，进行粗脱硫，使H2S含量＜0.07g/m3，加压至0.8MPa，进入中变；中变出来的气体CO含量控制在1.5%～5%，经脱碳，使CO2下降到0.2%～0.5%，再用无硫氨水进行第二次脱硫，将H2S脱除到100×10－6以下；再进行精脱硫，使气体之总硫降到0.1×10－6；气体再入高压机压缩到3.0～13MPa（压力的配置与甲醇的产量大小有关，原则上醇产量高时取较低的压力，反之可取高一点）与醇后气进行换热，温度为200℃，进入甲醇化反应。

从甲醇化塔出来的气体，与新来的气体换热，再水冷至40℃左右，进入醇分，经醇分后CO＋CO2达到0.03%～0.3%；去高压机加压至与氨合成相等压力，进入甲烷化系统（或醇烃化系统），反应后的气体CO+CO2≤10×10－6，经换热冷却分离水分后，送往合成系统。

从合成氨系统排出的吹除气及液氨贮罐排出的弛放气，经脱氨后去氢回收装置，利用真空纤维或变压吸附法对气体介质的选择吸附，吸附弛放气中的H2。

H2解吸后，回到系统中，未吸附的气体则排空。

2.2.2  可控制醇氨比的联产甲醇双甲工艺流程（图2）

   双甲工艺的目的是以净化精制原料气为主，副产甲醇为辅。

但随着市场的变化，产品需求也有变化，即有时醇氨比要大幅度调节。

在甲醇市场好时，醇氨比要求达到1∶3或更高。

此时产醇和精制原料气都是双甲（或醇烃化）工艺的重要任务。

这种条件下我们的流程安排原则上是设置两个甲醇塔，第一个甲醇塔以产醇（尽量放在低压级）为主，第二个醇化塔的目的是净化或深度净化合成氨原料气。

经过第二个塔后CO+CO2含量≤0.3%（这种指标既使新鲜气的消耗不多、又可使热的利用率高、操作方便简捷，后面将专门论述）。

图2 可调氨醇比的双甲流程（醇产量较大）

   这种安排很灵活，当产甲醇为主，醇氨比很大时，原料气通过两塔，在第一塔中CO与CO2的70%转化为醇；第二塔只把剩余30%的CO与CO2进行转化，达到既产醇又深度净化的效果，使出醇化系统的CO+CO2总量≤0.3%。

如果甲醇市场需求疲软，工艺以净化精制为主，甲醇是副产品，并使产量尽量少；例如醇氨比达1∶10到1∶20，此时可只用一个醇化塔，这一套醇化系统在运行中可以不启用循环机；以第二醇化塔作为备用塔；当第一塔催化剂活性下降、催化剂老化后，再启用第二塔，同样全过程均可十分方便地控制入甲烷化炉的CO+CO2含量≤0.3%。

   第一级甲醇化采用3.0MPa或8.0MPa，第二级甲醇化及甲烷化与氨合成采用12～32MPa压力均可（因地制宜视具体情况确定配置方式）。

第一级仍以产醇为主，即90%的CO与CO2在此压力下转化为粗甲醇，剩余10%的CO与CO2在12～32MPa（或30MPa）压力下转化为甲醇，使CO+CO2含量≤0.3%进入甲烷化，甲烷化后气体中CO+CO2≤10×10－6，送入氨合成。

   此流程的优点之一是在低压下合成甲醇，即有占整个原料气6%～10%的气体（CO、CO2和生成甲醇需要的H2），不需加压到更高压力，大大节约了电耗。

优点之二是在3～8MPa压力下甲醇化，可以利用甲醇化反应热副产中压蒸汽，作动力用，背压后蒸汽仍可作为工艺用汽。

优点之三由于甲烷化（或醇烃化）与氨合成等压，可免除工艺气体再过压缩机升压而污染气体这一环节，可以较方便地利用氨合成反应热，维持低成分下（CO+CO2≤0.3%）甲烷化炉（或醇烃化炉）的反应温度，而不必开电炉来维持反应。

对老厂采用醇烃化工艺，高压机没有3～5MPa这一段，而只有7.8MPa、12.5MPa和30MPa等压力段，则分别可以在7.8MPa和12.5MPa压力下进行甲醇化，然后升压至15MPa或32MPa进行甲烷化或醇烃化和氨合成。

这种流程的节能效果也很显著。

这种多级不等压的双甲工艺是我公司因地制宜既有利于生产，又有利于净化和节能的通用设计方法，均有成功的应用实例。

2.2.3 联产甲醇的醇烃化精制流程

   将甲烷化镍基催化剂改成我公司开发的醇烃化催化剂，则形成可调氨醇比的醇烃化精制流程（图3）。

图3 可调氨醇比的醇烃化原则流程

    取代双甲工艺的的醇烃化工艺中烃反应有如下几个主要的反应式

    （2n+1）H2+nCO →CnH（2n+2）+nH2O             

（1）

    2nH2+nCO →CnH2n+nH2O                       

（2）

    2nH2+nCO →CnH（2n+ 2）O+（n-1）H2O          （3）

    （3n+1）H2+nCO2 →CnH（2n+2）+2nH2O            （4）

   从反应式可看出，醇后气中CO与CO2在醇烃化催化剂选择作用下，大部分可以生成醇类、多元醇类及非常少量的CH4。

多元醇类物质、醇烃类等物质均可在常温下冷凝为液体，有很好的分离性能，环保性能也很好。

这种物质可作为燃料使用或作为产品来提纯（将其直接送到甲醇精馏岗位提走其中35%的甲醇产品，其余可作为甲醇精馏残液进入燃烧炉内烧之）。

无疑，由于醇后气中CO、CO2生成甲烷的量大大减少，送入氨合成后，因甲烷积聚造成的放空量也将减少，由于反应物中生成了高碳的产品，大大减少了原料气的H2消耗，这就是醇烃化工艺的原料气消耗为什么能大幅度下降的基本原理。

3 双甲工艺的控制指标

3.1 原料气中二氧化碳含量的控制

   原料气精脱硫后，即进入甲醇化系统。

要保证原料气中CO2≤0.2%。

CO2过高，甲醇化过程中，生成水多，消耗氢多，增加了副产醇的成本。

某厂原料气中CO2达0.8%～1.0%，粗甲醇中水含量达20%以上，并且吸热量也大，当第二醇化塔进口气体中CO+CO2量少时，不利于醇化塔内的自热平衡。

实际生产还发现CO2的转化率比CO低得多，原料气中CO2过高会使醇后气中CO2高，进入甲烷化后，因为1个CO2分子，要耗4个氢分子才能生成1个CH4，2个H2O分子，因此，CO2多势必消耗氢更多。

3.2 原料气中的一氧化碳含量与醇氨比

   原料气中一氧化碳由醇氨比决定，实际生产中我们多以变换炉出口的CO含量来控制醇产量的大小，醇产量高，则醇氨比大，要求原料气CO含量高，反之，则可低些。

醇氨比依市场情况而定，当市场对醇需求量大，应适当提高醇氨比，然而在一定的工艺流程与系统配置下，醇氨比的提高将会受一定的限制。

如表1。

表1   不同醇氨比的气体成分要求表

醇∶氨

（摩尔比）

半水煤气N2含量/%

变换气CO含量/%

进甲醇化CO含量/%

吨合成氨脱碳量/m3

1∶15

22.5

1.28

1.69

1266.10

1∶10

21.02

1.8

2.37

1294.83

1∶6

20.67

2.76

3.65

1352.96

1∶4

19.35

3.85

5.09

1425.41

1∶3

18.2

4.83

6.37

1647.73

1∶2

16.26

6.52

8.58

1642.62

1∶1

12.34

10.11

13.25

2076.92

   从表1看出，副产甲醇越多，要求半水煤气中N2含量越少，即在造气工段减少加氮空气；副产甲醇越多，吨氨脱CO2量越大，即对碳铵流程或纯碱流程，还需采用其他方法脱除CO2；变换气中CO含量越高，变换负荷减轻，加入蒸汽量减少，节约蒸汽越多。

在甲醇市场需求较大、价格较高的情况下，多产甲醇是有利的，但必须有大的造气能力配套，也要有大的脱碳能力。

醇氨比超过1∶6，此时甲醇化必须采用双级反应，第一级以产醇为主，第二级以净化为主。

半水煤气中N2含量降到12.28%以下，就要适当增加造气能力，碳铵流程还要增加脱碳装置，以维持氨平衡。

   醇烃化工艺作为一种合成氨原料气的净化精制方法，本工艺副产甲醇是甲醇化净化的一个副产品，大部分业主都希望尽可能方便地调节各部分的产量。

我们在设备及流程的配置中既考虑了气体的净化度——在一床催化剂使用周期的任何一个阶段均能达到后续工序对合成氨原料气净化度的工艺要求，又考虑了在未来甲醇市场较好的情况，需要时，可方便地多产甲醇的要求。

因而流程中设置了两种不同型式的醇化塔内件和“可串联也可并联”的甲醇化流程，采用了安淳公司的另一项专利技术——可调氨醇比的工艺技术。

   生产实践证明醇氨比控制1∶9左右，控制难度不大，不必增加其他各工段能力，变换气中CO不是太低，消耗蒸汽不多，双甲工艺或醇烃化工艺各反应塔可不开循环机，直接通过，大大地节约了运行电耗。

因而从经济角度考虑是比较合理的。

3.3  醇后气一氧化碳与二氧化碳的控制

   双甲工艺中，醇后气尚有少量CO与CO2，在甲烷化中，这些CO、CO2与氢反应生成甲烷，送入氨合成系统，用放空的方法，使甲烷保持进出平衡，不致积累。

因为醇后气中CO2的含量基本上稳定，相对来说CO变化波动较大,所以只讨论CO的含量与氢消耗及放空量的关系。

见表2。

表2      醇后气成分与气体消耗的关系

醇后气CO含量/%

烷后气CH4含量/%

吨氨放空气量/m3

吨氨生成CH4耗氢/m3

吨氨新鲜气耗量/m3

新鲜气增加量

净值量/m3

增加/%

0.591

1.65

163.44

35.04

2969.03

110.18

3.85

0.475

1.55

177.61

27.71

2946.29

57.42

3.05

0.357

1.45

162.20

20.75

2923.10

64.23

2.2

0.239

1.35

149.59

13.75

2901.88

43.01

1.5

0.120

1.24

137.39

6.83

2880.21

21.34

0.7

0.000

1.11

116.39

0.00

2858.87

0

0

    注：

醇后气中CH4含量为1.099%。

   从表2可以看出，醇后气中CO越高，即净化度越低，甲烷化耗氢越多，氨合成放空量越大，吨氨新鲜气消耗越多，以醇后气中CO为0（铜洗流程）为比较基准，醇后气CO由0增加至0.12%和0.591%，吨氨新鲜气消耗由2858.87m3增加至2880.21m3和2969.05m3，分别多耗原料气21.34m3、110.18m3。

因此，理论上醇后气中CO含量应越低越好。

   但CO过低，又引起两个问题：

第一个问题是CO含量越低，要求CO在甲醇化中转化率越高。

如果要求醇后气CO达到0.1%～0.2%，而醇氨比要求1∶2～1∶5，则要求CO转化率达到96.7%～98.5%，如此高的转化率，用一般的方法（如中压联醇或低压甲醇法）是难以达到的。

我们采用双级甲醇化法，必要的时候采用双吸不同压力的方法，即第一级以产醇为主，在低压下进行，第二级以净化为主，在中压或高压下进行。

但带来的第二个问题是CO越低，由于缺少反应热量，第二级甲醇化和甲烷化（可醇烃化炉）的反应难以自热平衡，这里就有一个适度指标的问题，我们在运行中要找到一个经济性能好的指标——既气体消耗低，又运行费用低的运行方式，这也是工艺实际和理论结合，注重运行效果和综合经济效益，实践第一的观念。

以装置经济效益最大化的观点来看，我们要求当甲醇产品销售好时，多产甲醇；反之，可多产液氨。

因而，流程中配置两种不同形式的醇化塔内件（第一醇化塔注重产醇，第二醇化塔注重净化），达到既可能大幅度提高醇产量，又可以最大限度地降低醇产物的生成。

这就是安淳公司“可调醇氨比的双甲净化工艺”的核心内容之一。

3.4 原料气中总硫与氨含量的影响

   硫对甲醇化和甲烷化（烃化）催化剂都会造成永久性毒害。

资料介绍，铜基催化剂总硫含量积附达2%即失活，因此要求原料气中总硫要控制在0.1×10－6以下，而且要特别注重有机硫（COS类物质）的去除。

   氨对甲醇化催化剂也与硫一样有毒害作用，对碳铵流程，原料气中含氨较多，则要求安排脱氨装置，使原料气中氨降到0.1×10－6以下。

3.5 甲烷化（醇烃化）的热平衡问题

   CO的甲烷化（烃化）反应是放热反应。

在绝热情况下，每反应掉0.1%的CO，温度上升约7℃，如果入反应器CO高，反应温升很高，调节不当，可能烧坏催化剂。

醇烃化反应和甲烷化反应机理基本一样，但醇烃化催化剂的反应温度比甲烷化催化剂的温度低，醇烃化催化剂的温区也比甲烷化催化剂温区宽，但过高温度也会使副反应增加，不利于生产。

因此也必须注意热的移出和热平衡。

   如前所述，CO过高，吨氨新鲜气消耗增加，目前公认的工艺指标CO＋CO2一般不能超过0.7%。

然而CO＋CO2过低，放热太少，除去了热损失之后，温升很少，甚至不能维持反应温度。

双甲（醇烃化）工艺的原则是设置合理的热回收装置，搞好系统的保温，保证系统满负荷运行，在能维持系统热平衡或较方便地提供外供热源的前提下，尽量降低醇后气中CO＋CO2含量，以保持反应正常进行。

3.6 醇产量、气体成分控制、热平衡综合分析

   双甲（醇烃化）工艺的实质是将原料气中的CO+CO2这种后续氨合成工序称之为“毒物”的气体进行处理。

将此与工艺气体中的H2进行反应生成有用的甲醇产品，未反应完的CO+CO2再与H2反应生成CH4或其他多元醇化物，达到净化精制合成氨原料气之目的。

换言之，醇烃化以液态输出物的方式，而甲烷化输出气态甲烷。

   工艺流程中的第一甲醇化塔可称为产醇塔，它的主要功能为初步进行CO+CO2的去除工作，受转化率的控制，当产醇量要求较大时，第一级醇化塔如果要将CO+CO2直接转化到进烃化系统的要求指标（CO+CO2含量0.03%～0.3%）塔内要装较多的催化剂，用较大的循环量，启用较多循环机，这样开机的经济性能十分不好。

为此，流程中配置了第二醇化塔，以此级醇化来完成原料气的进一步净化工作——将原料气中的CO+CO2通过合成反应降到0.03%～0.3%，完成净化的气体再进入第三级——醇烃化工段。

三者有机地结合，各工艺指标相互影响、相互制约，只有各部分安全运行，指标科学、特别是总体组合后物料消耗要尽量小、节能效益要尽量高，才能保证工艺的先进性。

下面对各段的工艺指标进行讨论。

   我们通过理论计算和大量用户的实践证明，以净化为目的的醇烃化工艺，只有在不开循环机，各部分又不用开电炉的条件下，一次性地通过醇烃化工段，这时的综合经济效益才是最好的。

达此目的的醇氨比以小于1∶8为佳。

我们在配置设备和确定催化剂量时，主要是以此操作方式为背景而提出的，但进第二个甲醇化塔的CO（不含CO2）含量以不低于1.5%为宜，否则，第二甲醇化塔将会出现热量不平衡，需外供热的情形。

受单程转化率的控制，在不开循环机的条件下，这时醇化出口的CO+CO2最低也只有0.15%（第二醇化塔的空速宜小于8000h－1,催化剂活性要好的条件下），如果要降低第二醇化塔出口的CO+CO2，如达到微量级（0.01%以下），则应降低第二级醇化塔进口的CO+CO2含量，这样将会使第二醇化塔的反应不能自热平衡，将要用较多的外供热。

若要求两级甲醇化出口总的CO+CO2下降到0.02%，或者说第二甲醇化塔的单程转化率高于95%（要很先进的内件和较多的催化剂量才能达到此指标），此时第二醇化塔出口的CO+CO2要达到低于0.02%的指标，这显然是很难达到的，也就是说，这样的指标除导致热不平衡外，也要求第二醇化塔的转化率要很高。

第二级塔的热平衡问题、第一级或第二级醇化塔的循环量问题、总的经济性问题都是要考虑的。

这样，为达到净化深度较高——第二醇化塔出口的CO+CO2含量为0.02%将会要开较多的循环机和投用较多的外供热（或开用电炉），循环量越大，需外供的热量越多，显然是得不偿失的。

   同理，甲烷化（醇烃化）部分进口气体中CO+CO2的含量也和第二醇化塔进口一样受自热平衡的影响，为了使甲烷化（烃化）炉出口气中副产品尽量少，降低进口的CO+CO2为有效的手段，但有一个外供热适当的问题。

我们认为，适当外供一部分热源，适当降低进口的CO+CO2的含量（0.03%~0.3%）为工程中较为节能的措施。

其综合经济效益也很好，如果进口的成分过低，全部需要利用外供热，几乎一点都无自产热，也是不可取的。

综合上述，第一级醇化塔进口的CO+CO2含量受醇氨比的控制，决定是否需要开启循环机，但出口的CO含量应控制在1.5%左右，以保证第二醇化塔的自热能平衡，但也应保持不用开循环机的操作方式，应保证醇化出口的CO+CO2含量在0.03%~0.3%。

醇烃化在有外供适当热的条件下，可适当降低进口气体中的反应物浓度，但应以总体经济效益较好为目标。

3.7 醇化和甲烷化（烃化）系统压力的选择

3.7.1 醇化系统压力的选择

   选择醇化系统的操作压力无疑首先要考虑催化剂的适用压力，目前甲醇催化剂的操作压力可在3.0～32MPa压力范围内。

我们的思路是，当需要醇产量较大时，尽量将醇化系统的压力放置在低一点的压力级上，这样有两点好处：

一是可以减少制醇时气体的压缩功耗，二可以提高醇产品的质量。

但从反应机理来看，醇化系统压力过高，将会使副反应增加，不利于醇产品的质量提高和醇产品精馏系统能耗降低。

   当醇氨比较高，流程采用二级醇化方案时，就有第一级和第二级甲醇压力的选择问题。

我们考虑是为了使二级醇化