毕业设计甲醇制丙烯项目.docx

1、目录毕业设计任务书 开题报告 指导教师审查意见 评阅教师评语 答辩会议记录 中文摘要 英文摘要 1 前言 11.1 项目建设的目的和意义 11.2 项目建设的范围 31.3 前人研究情况 32 选题背景 43 方案论证 73.1 设计目标 73.2 反应机理 73.3 工艺方案的选择 83.4 工艺条件的选择 103.5 合成方案的选择 123.6 压缩方案的选择 133.7 碱洗方案的选择 143.8 精馏方案的选择 153.9 工艺流程 153.10 论证结果 174 过程论述 174.1 概述 174.2 物料衡算 184.3 热量衡算 394.4 设备设计选型 445 结果分析 546

2、.结论与总结 55参考文献 55致谢 57附录 58前言煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）1 前言乙烯和丙烯是现代化学工业的重要基础原料，是衡量一个国家综合国力的具体体 现。随着国民经济的发展和人们生活水平的提高，人类对乙烯和丙烯的需求与日俱增。 石油裂解是生产乙烯和丙烯的传统工艺，由于石油储量有限，且近年来石油价格更是 连年攀升，通过石油裂解生产低碳烯烃的经济可行性开始受到质疑，其工艺方法越来 越受到石油资源紧缺的局限，所以世界各国开始致力于非石油路线获取乙烯和丙烯类 低碳烯烃的开发。其中，以煤为原料经甲醇化制备低碳烯烃的工艺（MTP）由于污染小、产品收率高而备受世界各国所重视，尤其

3、是像我国煤炭资源如此丰富的国家。1.1 项目建设的目的和意义（1） 以煤炭资源替代部分石油资源，是我国经济建设可持续发展的必由路。我国能源结构的特点是缺油少气而煤炭资源相对丰富，2001 年，我国探明的石 油剩余可采储量约为 33 亿吨。预计到 2010 年 ，由新增探明储量，每年可形成新的生 产能力 0.180.25 亿吨 。到 2010 年，若我国石油产量保持在 1.681.82 亿吨之间， 则只能满足需求的 5155%，石油短缺高达 1.501.62 亿吨 。由此可见，除寻求新的 石油来源外，寻求石油的替代能源也是我国经济发展与能源战略安全的当务之急。我 国探明天然气剩余可采储量约为 1

4、.83 万亿立方米 。预计到 2010 年，我国天然气的年 需求量约 7801200 亿立方米，而供气量可达 1300 亿立方米，供大于求 。但由于我 国天然气价格昂贵，天然气离开原产地，大都作为民用燃料使用，民用价值大于工业价值。仅从生产丙烯的角度出发， 以石脑油为原料，生产 1 吨丙烯约需石脑油 3.5 吨， 以甲醇为原料，生产 1 吨丙烯约需甲醇 3.1 吨，折合标煤约 4.34 吨。无论是从能源的品质还是从能源的稀缺性来看， 以煤炭替代石油馏分生产烯烃都是可取的。我国是世界煤炭资源大国，2001 年探明资源量为 1 万亿吨，居世界第三位 。当 年产量约 11.6 亿吨,估计到 2010

5、 年消费量为 1819 亿吨/年。本项目采用内蒙锡林浩 特胜利煤田原煤，煤质属低硫、低灰和高挥发性的褐煤，经干燥处理后，符合干粉煤 气化生产工艺对原料的要求。该矿资源丰富，地质储量达 224 亿吨，开采成本低，坑口煤价低廉，为建设煤基烯烃项目提供了可靠的资源保证与效益保证。第 1 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）（2） 中间产品甲醇既是基本有机化工原料，又可用做汽车或民用的代用原料。我国对汽油掺烧甲醇已经进行了长期的试验，并取得了成功的经验。汽油掺烧甲 醇被世界公认是可行的、经济的、安全的、环保的。为了在全国推广汽车用汽油掺烧 甲醇， 国家标准局在国家经贸委各有关

6、司局的配合下正积极制订汽油中掺甲醇 5% 、 10%和 15%的各项标准规范和实施细则 。由于石油资源的短缺，使得发达国家对如何 更好、更经济地利用天然气或煤给予极大关注 。近年来 UOP 和鲁奇公司分别开发出 由甲醇制造烯烃的工艺技术。甲醇的这两大用途，为其工业发展开拓了广阔的发展空 间。我国缺少石油，进口原油逐年递增，仅去年我国进口原油就高达 1 亿 1 千余万吨。 无论是将甲醇作为燃料还是作为化工原料，本项目的建设和投产都可替代部分进口石 油，派生出高附加值的烯烃、汽油、液化气、精甲醇等产品，既满足了市场需要，缓 解了供需矛盾，又减少了我国石油进口量及石油供应风险，符合国家石油安全战略和

7、产业发展政策。本项目煤气化采用的壳牌煤气化技术，与其它的煤气化工艺相比，安全洁净、热 效率高，具有明显的技术和环保优势，是目前最先进的第三代煤气化技术。采用成熟 可靠、运转稳定的先进生产技术，对节约能源、降低生产成本，对促进和实现企业的可持续发展具有重要的意义。（3）项目建设是贯彻党中央西部大开发战略，发展地方经济的需要。党中央、国务院明确指出，不失时机地实施西部大开发战略，直接关系到扩大内 需、促进经济增长，关系到民族团结、社会稳定和边防巩固，关系到东西部协调发展 和最终实现共同富裕 。强调要抓住机遇，把西部地区的发展潜力转换为现实生产力， 把潜在市场转换为现实市场，把资源优势转换为经济优势

8、，为国民经济提供更广阔的空间和巨大的推动力 。党中央的决策，为西部地区的经济发展提供了契机。本项目的建设充分发挥内蒙锡林浩特煤炭资源优势，生产的聚丙烯产品可以缓解 国内聚丙烯产品供需矛盾，改善当地的基础设施，增加地方就业机会，增加税收，推 动地区社会经济的发展，缩小东西部发展差距，实现东西部地区优势互补，共同发展，把资源优势转换为经济优势，为西部大开发做出贡献。（4）发展煤化工制取烯烃，是煤炭行业优化产业结构，提高附加值 ，谋求可持续发展的客观选择。以煤为原料制取甲醇，进而制取烯烃技术的工业化，为煤炭的化工利用开辟了潜第 2 页 （共 58 页）前言力巨大的前景, 为煤炭企业提供了新的发展机遇

9、和发展空间，将有利于煤炭行业优化产业结构，提高附加值，谋求可持续发展，提高煤炭行业的综合实力。本项目建成后，每年消耗煤 621.2 万吨(收到基) ，生产聚丙烯 46 万吨，精甲醇 23.98 万吨，汽油 12.95 万吨，液化气 6.66 万吨 ， 回收硫磺 2.68 万吨；年均销售收入 为 404998 万元(含税)，年均销售税金 57245 万元，年均利润总额 131973 万元。敏感性分析表明本项目具有一定的抗风险能力。总而言之，本项目的兴建，充分发挥了企业的资源优势。根据市场需求，应用现 代高新技术进入新的产业领域，促进了企业产品链的发展，培育了新的经济增长点。具有良好的经济效益和社

10、会效益。（5）本项目采用的系列工艺技术，有效而清洁地利用了煤炭资源，在为国民经济作 出重大贡献的同时，有效地保护了当地环境。符合对煤炭的利用要按 “集约化、大规模、多联产、清洁利用和有效利用” 的现代洁净煤技术模式。1.2 项目建设的范围本项目可行性研究范围为生产装置、公用工程、辅助生产设施、办公设施及部分与生产配套的生活设施，厂外配套工程等。1.3 前人研究情况甲醇制烯烃工艺技术为各大公司和研究机构所关注 。自 20 世纪 80 年代以来，世 界上许多著名的石油化学公司，包括埃克森美孚公司(ExxonMobil) 、美国环球石油 公司(UOP)和挪威海德鲁公司(NorskHydro)等， 纷

11、纷致力于非石油资源合成低碳烯烃 的技术路线研究，例如以煤或天然气为原料生产甲醇直至乙烯和丙烯的研究，并取得相当进展 。 目前，许多工业化装置正在建设或正在拟建设之中。世界上现行的由甲醇制丙烯的方法主要有两种： 一是 MTO5 技术(Methanol to Olefin ， 甲醇制烯烃) ，即由合成气首先生产出甲醇，然后将甲醇转化为乙烯和丙烯混 合物的工艺； 二是 MTP 技术(Methanol to Propylene， 甲醇制丙烯) ， 即由合成气首先 生产出甲醇，然后将甲醇转化成丙烯的工艺。上述两种技术均是从天然气或煤转化成甲醇开始，然后再将甲醇转化成烯烃。德国 Lurgi 公司开发的 M

12、TP 工艺，其主要产物为丙烯7，同时得到市场容量巨大的副产物汽油、液化石油气(LPG)以及燃料气等 。Lurgi 的 MTP 工艺流程反应装置主第 3 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）要由 3 个绝热固定床反应器(3x50能力)组成 ，其中 2 个在线生产， 1 个在线再生， 这样可保证生产的连续性和催化剂的活性。每个反应器内分布 6 个催化剂床层，各床 层布置若干激冷喷嘴，定量注入冷的甲醇水一二甲醚物流来控制床层温度达到稳定 反应条件、获得最大丙烯收率的目的 。MTP 反应压力接近常压，反应温度 450 470 。工艺过程为： 原料甲醇预热到 260后进入固定床

13、绝热式二甲醚(DME)预反 应器，采用高活性、高选择性的催化剂将 75甲醇转化为二甲醚和水，该反应的转 化率几乎达到热力学平衡程度 。甲醇、水二甲醚物流进入分凝器，气相受热到反应 温度后进入 MTP 反应器，液相作为控温介质经流量控制仪通过激冷喷嘴进入 MTP 反应器 。 甲醇一二甲醚的转化率约为 99， 丙烯是主要产物 。反应产物经冷却后， 进入分离工段8。相对于甲醇制烯烃流化床工艺，甲醇制丙烯固定床工艺只用于生产丙烯，在工业 放大过程中风险较小。流化床工艺放大一般要经过复杂的逐级放大过程，而固定床工 艺放大却成熟简单得多。但固定床的反应温度需要复杂的温控装置来控制，而流化床 的反应温度控制

14、就容易得多。通过 MTO 和 MTP 技术产品方案比较可知，MTO 工艺 的主要产物是乙烯和丙烯,而 MTP 工艺的主要产品是丙烯，MTP 是满足丙烯需求快速 增长的理想方案 。Lurgi 公司目前正在积极推进其 MTP 技术的工业化 。采用该技术， 2001 年在挪威 Statoil 工厂建立了一套示范装置 ，该装置正常运转了 11000h，证实了 Lurgi MTP 技术的可靠性和先进性。专利显示在压力 130kPa160kPa ，温度 420 450 , 甲醇空速 1hd 条件下甲醇转化率 99以上，丙烯单程选择性达到 466，P/E 比为 10。采用 Lu,gi MTP 技术的大唐多伦

15、煤基烯烃项目，预计 2009 年 10 月投产甲醇(168 万吨a) 、12 月投产烯烃产品。该项目主产聚丙烯(46 万吨a)，联产汽油(20 万吨/ a) 、液化气(3 6 万吨a)等多种副产品，项目总计划投资 180 亿元。神华宁煤宁东 167 万吨甲醇、50 万吨聚丙烯项目，也采用鲁奇公司 MTP 技术，预计于 2010 年建成。2 选题背景能源是经济和社会发展的基础 ， 能源的生产与供应一直受到各国政府的高度重 视，而石油更是能源中各国关注的焦点，为争夺石油资源的战争时有发生 。近年来，石油价格持续攀升，通过石油裂解生产低碳烯烃的传统方法已不再受青睐，世界各国第 4 页 （共 58 页

16、）选题背景开始致力于非石油路线制低碳烯烃的开发。我国石油资源人均占有量很少，按目前开采量计算仅能开采 20 年，煤炭则可开 采 100 年以上。我国解决能源供应的立足点主要是煤炭，这是由能源资源所决定的无 可争议的事实 。因此， 国家提出“节能优先、效率为本、煤为基础、多元发展” 的能源 战略方针。此外，中国石油消费增长很快，原油生产增长缓慢，石油供应面临严峻形 势。我国从 1993 年由石油出口国变为石油净进口国以来。石油进口量增长很快，2003 年进口原油 9112 万吨，出口 813.33 万吨，净进口量 8298.67 万吨，比 02 年增长 33.4%； 2004 年原油进口量为 1

17、2281.54 万吨， 比上年增长 34.8% 。成品油净进口量为 3054.5 万吨， 比上年增长 1 倍多，原油加成品净进口量达到 14786.9 万吨 。中国已成为仅次 于美国的第二大石油进口国和石油消费国 。2004 年中国自产原油 17450 万吨，石油 总消费量 32236.9 万吨，对外依存度达到 45.87% 。专家预测到 2020 年中国石油对外 依存度将达到 60%62%，一旦石油进口受阻，将对中国经济安全和国防安全造成重 大影响 。因此，充分利用我国丰富的煤炭资源优势，大力发展煤化工高新技术产业， 以煤化工产品替代石油化工产品，对于优化我国能源结构，降低石油进口依存度，保

18、 证我国石油安全，保证国民经济的可持续发展，迫在眉睫，势在必行。为应对石油供 应的严峻局面，国家正在研究多方案、多元化解决石油的问题，其中煤液化制油、煤制甲醇、MTO 、MTP 技术正是适应了这一需要。丙烯是仅次于乙烯的一种重要有机石油化工基本原料，它主要用于生产聚丙烯、 苯酚、丙酮、醇、辛醇、丙烯腈、环氧丙烷、丙烯酸以及异丙醇等，其他用途还包括 烷基化油、催化叠合和二聚，高辛烷值汽油调合料等 。其中大约有 37的丙烯被用 于生产聚丙烯。据统计预测，2009 年世界丙烯产能达 88.90Mt，年均增长率为 3.4%: 需求达到 77.70Mta ，年均增长率为 3.9。 尤其中东聚丙烯产能将快

19、速提高，2015 年产能将是目前的 3.6 倍，达到 10Mta 。随着全球石油化工的快速发展， 中国丙烯 的生产能力有了较大幅度的增长 。2006 年总生产能力突破千万吨大关 ，达 10.07Mt / a 。总产量为 9.15Mt ，年均增长率分别为 10.5和 12.6。 近年来， 国内丙烯供需 矛盾十分突出，丙烯工业都是以进口为主，2008 年 1 12 月，中国丙烯进口量 0.917Mt。 进口均价 1233.8 美元t较 2007 年的 1121.1 美元t 增长 1.0。 到 2010 年， 国内 丙烯当量需求达到 19.05Mt，年均增长率达到 7.6， 当量需求供需缺口达到 8

20、.25Mt，届时，聚丙烯仍是丙烯最大的消费衍生物，约占丙烯消费量的 76左右 。到 2011 年第 5 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）中国的丙烯产能达到 13.80Mta 。而中东可出口的供应当量仅 4.40Mt ， 中国丙烯开发利用前景广阔。由于丙烯需求量的迅速增长，致使以甲醇为原料的 MTP 工艺引起广泛关注 。有 报道称，2000 年全球乙烯需求量为 890Mt，20002007 年均需求增长率约 4.6。2001 年全球丙烯需求量约 560Mt ，年均需求增长率为 55.5， 超过乙烯需求增长率。 但目前丙烯 65来自蒸汽裂解制乙烯装置 ，30左右来自炼

21、厂流化催化裂化(FCC) 装置 。以丙烯为目的产物的丙烷脱氧所占比例甚微，大约不到 5。 因而导致丙烯价 格上涨（2002 年 7 月 5 日丙烯为 450460 美元吨， 己烯为 320340 美元吨）。 增产丙烯已成为全球石化工业重要生产技术发展动向 。而 MTP 工艺则为增产丙烯的重要手段之一。MTP 技术制丙烯，可以不用石油而是以甲醇为原料生产烯烃和含氧化合物，再 进一步加工成各种石油化工产品，可使烯烃价格摆脱石油价格的影响 。MTP 技术将 利用中国丰富的煤炭资源，发展石油化工提供新的可供选择的技术路线。随着石油价 格的上涨，石油裂解制乙烯丙烯的成本急剧上升，使得煤化工生产烯烃具有很

22、强竞争力。MTP 工艺由德国 Lurgi 公司在 20 世纪 90 年代开发成功。该工艺采用稳定的分子 筛催化剂和固定床反应器，催化剂由南方化学(SudChemie)公司提供。第一个反应器 中甲醇转化为二甲醚，第二个反应器中转化为丙烯，反应一再生轮流切换操作。从甲 醇装置来的精甲醇送至二甲醚（DME）预反应器 ，在高选择 、高活性、几乎符合热 力学平衡的条件下，精甲醇被转化为 DME 和水， 甲醇、水、DME 蒸气和循环的烯 烃、蒸气一起被送往 MTP 反应器中，超过 99%的甲醇、DME 被转化为主导碳氢化合 物产品丙烯，每个反应器有 56 个催化剂床层，每个床层的工艺条件接近性能担保 值，

23、而且反应条件相似并都有最大的丙烯收率，反应条件是由床层间的小股新鲜料液 控制的。反应器出来的产品混合物经过冷却、分离、压缩、干燥、精馏、除杂，最后生产出符合规格的丙烯、LPG 、乙烯、汽油等产品。鲁奇 MTP 工艺技术特点是：较高的丙烯收率，专有的沸石催化剂，低磨损的固 定床反应器 ，低结焦催化剂可降低再生循环次数 ，在反应温度下可以不连续再生 。 MTP 技术所用催化剂的开发和工业化规模生产已由供应商完成 。Lurgi 公司开发的MTP 工艺，它与 MTO 不同之处除催化剂对丙烯有较高选择性外，反应器采用固定床第 6 页 （共 58 页）方案论证而不是流化床，典型的产物体积组成： 乙烯 1.

24、6%、丙烯 71.0%、丙烷 1.6%、C4/C58.5%、 C616.1% 、焦炭0.01% 。 由于副产物相对减少，所以分离提纯流程也较 MTO 更为简单。2001 年，鲁奇公司在挪威建设了 MTP 工艺的示范装置，为大型工业化设计取得 了大量数据 。2004 年 3 月份，鲁奇公司与伊朗 Fanavaran 石化公司正式签署 MTP 技 术转让合同 ， 装置规模为 10 万吨/年 。鲁奇公司与伊朗石化技术研究院共同向伊 Fanavaran 石化公司提供基础设计、技术使用许可证和主要设备。该项目 2009 年建成 投产，届时将成为世界上第 1 套 MTP 工业化生产装置。对于鲁奇公司 MT

25、P 技术的可靠性和经济性，也有待于伊朗项目投产后的考查与验证。2006 年神华宁煤 50 万吨/年 MTP 项目在宁东能源化工基地煤化工园区（A 区） 开工建设。大唐国际发电股份有限公司是一个单纯的发电公司。为改变产品单一的局面，该 公司开始进行对煤炭资源的开发利用工作。本项目拟以内蒙锡林浩特市胜利煤田褐煤 为原料，采用壳牌粉煤气化、部分变换、鲁奇低温甲醇洗、鲁奇低压甲醇合成、鲁奇 MTP 丙烯生产工艺、Spheripol 聚丙烯生产工艺等系列生产技术，最终生产 46 万吨聚 丙烯及其副产品，使公司的主业得以从单纯的发电向化工行业拓展。本项目的建成不 仅可以缓解国内聚丙烯市场多年来供不应求的需

26、求矛盾，还将极大地增强企业的抗风 险能力与市场竞争力，使企业进一步做大作强，对地方的经济发展也将起到积极的促 进作用 。以丰富的煤炭资源部分替代稀缺的油气资源，生产石油化工产品，对改变我国的能源结构具有现实而深远的意义。3 方案论证3.1 设计目标本项目的目标是为大唐国际发电股份有限公司设计一座 MTP 分厂 。要求利用合 成甲醇制备乙烯、丙烯为主的烯烃，并考虑 C4+组分的综合利用 。尽量采取可行的措施减少系统对环境的不利影响，并对排出的污染物提出合理的治理方案。3.2 反应机理甲醇制烯烃的反应机理是在催化剂作用下甲醇先脱水生成二甲醚(DME) ，然后DME 与原料甲醇的平衡混合物脱水继续转

27、化为以乙烯、丙烯为主的低碳烯烃，少量第 7 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）C1C5 的低碳烯烃进一步反应生成分子量不同的饱和烃、芳烃、C6+烯烃及焦炭。主反应为：2 CH3OH(甲醇)=CH3OCH3(DME)+H2OnCH3OCH3(DME) =2CnH2n+n H2O（n=28）3.3 工艺方案的选择3.3.1 工艺方案介绍现在工业上甲醇制烯烃的方法主要有： UOPHydro 公司的流化床工艺技术 (MTO)、Lurgi 公司的固定床甲醇制丙烯技术(MTP)、清华大学的流化床甲醇制丙烯技(FMTP)和中国科学研究院大连化学物理研究所的甲醇制低碳烯烃技术(DM

28、TO)。MTO 法该法采用的是类 似流化催化 裂化的连续 反 应再生方式和 磷酸硅铝分 子筛 (SAPO34)的新型分子筛催化剂，具有孔径较小、孔道密度高、可利用的比表面大、 反应速度快的优点，使其对低碳烯烃的选择性达到 90%以上 。此外, SAPO34 还具 有较好的吸附性能、热稳定性和水稳定性, 可以通过改变反应的强度来改变产物中乙 烯丙烯的比例， 因此，该工艺更易于适应变化的烯烃市场需求 。但该工艺有 5的 甲醇转化成焦炭，所以其碳损失比较高，且净化工艺复杂，结焦量高，催化剂寿命短。 同时 ，流化床工艺要求开发一种具有足够强度、耐磨和一定筛分粒度的催化剂 ，但 SAPO 一 34 还没

29、有完全达到这个要求。此外，工业放大过程中难以实现 MTO 反应器的高效化是该工艺又一个的瓶颈。MTP 法该法采用 3 台固定床反应器，两台操作，一台再生的固定床工艺和改性的 ZSM 5 分子筛催化剂，积炭量小(0.01的甲醇原料转化成焦炭) ，可进行原位间歇再生， 再生温度较低(在反应温度下再生) ， 固定床反应器磨损率较低，但催化剂寿命短，相 比 MTO 工艺，碳基收率小，产物中乙烯丙烯的比例可调性不大，市场适应能力小，固定床反应温度难控制。FMTP 法该法以 SAPO34 分子筛作催化剂，采用气固并流下行式流化床短接触反应器。 催化剂与原料在气固并流下行式流化床超短接触反应器中接触、反应，

30、物流方向为下行 ，催化剂及反应产物出反应器后进入设置在该反应器下部的气固快速分离器进行第 8 页 （共 58 页）方案论证离，及时中止反应的进行，有效地抑制了二次反应的发生。分离出的催化剂进人再生 器中烧炭再生，催化剂在系统中连续再生，反应循环进行。但其技术难度高，反应条件难控制，操作费用高。DMTO 法该法采用喷雾干燥技术和微球硫化，开发出性能优异的 DO123 催化剂，它适于 在高线速度或大空速条件下操作，反应原料不需要稀释，且热稳定性好、耐磨损、易 再生、廉价，其价格相当于国外同类产品的 5.44%10.2% 。此外，新一代 DO123 催 化剂性能非常优异，甲醇转化率可达到 100%，

31、乙烯和丙烯的选择性可达到 90%以上。 此外，该工艺采用反应再生连续的密相循环流化反应，实现催化剂的连续再生，很 好地解决了反应床层温度分布均匀性的问题。由于采用催化剂连续再生工艺，成本较高。3.3.2 工艺方案的比较与选择表 1 四种工艺方案的比较工艺方案优 点缺 点MTO 法提高了反应速率及低碳烯烃选择性，可通过改变反应 的强度来改变产物中乙烯/丙烯的比例 ， 市场适应性好。碳损失高 ， 净化工艺复杂 ， 催化剂寿命短 ，工业放大过 程中难以实现 MTO 反应器的高效化。MTP 法采用固定床工艺，积炭量小，可进行原位间歇再生，再生温度较低，磨损率较低。催化剂寿命短，相比 MTO 工 艺 ，

32、碳基收率小 ，产物中乙 烯/丙烯的比例可调性不大， 市场适应能力小 ，反应温度难控制。FMTP 法采用气固并流下行式流化床短接触反应器，有效地抑 制了二次反应的发生，减少了副产物， 降低后续分离难度，增加了低碳烯烃的产量。技术难度高 ，反应条件难控 制 ，操作费用高 ，催化剂寿命短，市场适应能力小。第 9 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）DMTO 法采用喷雾干燥技术和微球硫化 ， 开发出性能优异的 DO123 催 化 剂 ， 价 格 相 当 于 国 外 同 类 产 品 的 5.44%10.2%；采用反应再生连续的密相循环流化床， 实现规划级的连续再生，很好的解决了

33、反应床层温度分布均匀性的问题。采用催化剂连续再生工艺，成本较高。通过比较我们发现，要为一煤化工综合企业设计一座年产 46 万吨丙烯的分厂，必须考虑以下几个方面：（1）烯烃产量大，首先应该考虑技术的成熟度或工业化的可行性。（2） 乙烯+丙烯选择性高， 能从根本上降低产品消耗。（3）装置操作简单， 易控制，安全性好。综合以上分析，相较其他工艺 MTP 工艺技术流程和产品较简单、投资较少、采 用固定床技术比较可靠 。从减少投资和降低风险的角度考虑，本报告选择 MTP 工艺技术生产丙烯。3.4 工艺条件的选择3.4.1 MTP 反应流程单元图 1 MTP 反应单元流程图（1）简述来自甲醇中间罐区的新鲜

34、甲醇和由甲醇回收塔返回的循环甲醇经过一系列换热 设备，加热到 275。混合物料先在 DME 反应器中于 275、1.6MPa 条件下，在 氧化铝催化剂的作用下反应生产二甲醚 。之后 ，生成的二甲醚与循环回的 C2 、C4、第 10 页 （共 58 页）方案论证B28B273728B19B22B25B18B21B2438353631B262932B2955239 4025450C5 、C6 混合进入 MTP 反应器(3 台，2 开 1 再生) ，于 480 , 0.13MPa 下，在新型改 性 HSZM5 催化剂的作用下进行反应，生成以丙烯为主要产品的各种烃类。（2）MTP 反应器的优化为使丙烯

35、转化率尽可能的高，在 MTP 技术要求的反应温度与反应压力附近进行细微的调整与优化。3.4.2 压缩单元工艺流程33264327B2342B2041图 2 压缩单元流程图经激冷塔冷却分离后的物料温度为 72 , 压力为 0.125MPa ，送入压缩单元 。通 过压缩机进行四级压缩，压力达 2.2MPa 。每级压缩后都设一换热器和一分离器，分 离冷凝下来的水份和液态烃。分离出的烃送到四级压缩分离器，进行气烃和液烃分离，液烃送入精馏工段，然后气烃直接送入精馏工段脱丙烷塔。3.4.3 产品精制单元流程JXTC 3111741055C 2FC 2TC 156TC 2TC445FC3 图 3 产品精制单

36、元流程图将来自分离工段的混合液烃送入脱丁烷塔精馏分离，塔顶 C4-经过冷凝后进入脱丙烷塔，将脱丁烷塔塔底 C5+和脱丙烷塔塔底 C4 送入 MTP 反应器回炼裂解 。脱丙烷第 11 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）塔塔顶气烃经冷却后送入脱乙烷塔，将脱乙烷塔塔底 C3 送入 C3 分离器进行丙烯丙烷 的分离。将脱乙烷塔塔顶气烃压缩后送入碱洗塔，除去混合气烃中的 CO2，然后送入 脱甲烷塔，将甲烷从塔顶分离出来，再将塔底液烃送入脱 C2 塔，把没能分离出去的 C3 从塔底分离出来送入 C3 分离器，将塔顶气烃送入 C2 分离器进行乙烯乙烷的分离。将丙烯丙烷乙烯经冷却后

37、送入储罐，将甲烷乙烷送入燃烧气系统。3.5 合成方案的选择（1）原料选择在合成工段，本厂选择了含水 30%的甲醇进料，一定程度上能减少焦炭的生成， 反应物中水的作用之一是稀释了进料，减少了焦炭前驱物的浓度，及一定程度上有利 于催化剂寿命的延长，之二是水与焦炭前驱物在酸性位的吸附上有一个竞争关系，因此会减少焦炭前驱物进一步生成焦炭的可能，一定程度提高低级烯烃选择性。（2）反应器类型选择在甲醇制烯烃工艺中主要有两种反应器类型， 即固定床反应器和流动床反应器，我们将这两种反应器的比较列表如下：表 2 两种类型反应器的比较反应器类型优 点缺 点固定床反应器流程短，设备简单体积大，温度不宜控制，接触时间

38、长，压降大，床 层温度分布不均，催化剂床层内易形成热点，使催化剂因烧结而失活流动床反应器接触时间长，催化剂颗粒接 触充分， 不易积炭 ，床层温度、浓度分布均匀。设备的磨损较固定床严重，载体颗粒在湍流过程中会被磨损变小，生产放大存在一定问题。（3）反应温度的选择反应温度的提高有利于甲醇的分解反应、变换反应、甲烷化反应的进行，因此随 着反应温度的提高，特别是反应温度大于 550时，COx 收率显著提高，而且随着反 应温度的提高，低碳烯烃，特别是丙烯、丁烯，生成芳烃的趋势增强 。随着反应时间的增加，催化剂内外表面及孔道内吸附的积炭越来越多。积炭会引起催化剂内部或碳第 12 页 （共 58 页）方案论

39、证的吸附点的温度比催化剂颗粒的其他地方高，形成较多的“热点”，进而使上述三个反 应进行的程度更高，所以 COx 收率增大。而较低温度会使丙烷和高碳烯烃的量增加， 在温度升高时，丙烷选择性和 C4+ 、C5 选择性随着 TOS（反应时间） 的增加而下降， 温度越高，下降速度越快，因此综上反应温度不宜过高和过低，根据文献知识，反应 温度在 450500 , 甲醇转化率基本可以达到 100% ，综上考虑，最终选择在工业上采取的 480下进行反应。（4）反应压力的选择低压有利于乙烯和丙烯的生成，高压有利于烯烃聚合和芳构化反应，降低双烯收 率。但高压会增加设备费用和操作费用，因此尽量选择较低的反应压力。

40、本工艺选择在 0.13MPa 的压力下进行反应。3.6 压缩方案的选择在混合气预分离工段，混合气被降至常温，并从中分离出大部分水分及酸性气体， 接着混合气经过压缩进入精馏工段 。 由于混合气压缩的压力比较大，一般均在 25 以 上，为降低能耗并限制混合气在压缩过程中的温升，均采用多段压缩，段间设置中间冷却 。现在工业上主要有三种压缩方案，我们将这几种压缩方案列举如下：五段压缩方案：混合气经水洗塔后进入一段压缩，出口混合气经水冷后进入闪蒸 罐，闪蒸罐顶部的气体进入二段压缩，底部的废液经处理后循环使用，进入二段压缩 的气体再依次进入三、四、五段压缩，得到的高压混合气，进入精馏提纯体系。其中在三段与

41、四段压缩之间设置碱洗塔， 除去酸性气体。四段压缩方案：混合气经水洗塔后进入一段压缩，出口混合气经水冷后进入闪蒸 罐，闪蒸罐顶部的气体进入二段压缩，底部的废液经处理后循环使用，二段压缩的出 口气进入碱洗塔，除去混合气中的酸性气体，碱洗塔的出口混合气进入三、四段压缩。四段压缩的出口气继续进入精馏提纯体系。三段压缩方案：混合气经水洗塔后进入一段压缩，出口混合气经水冷后进入闪蒸 罐，闪蒸罐顶部的气体进入二段压缩，底部的废液经处理后循环使用，进入二段压缩 的气体再进入三段压缩得到的高压混合气进入精馏提纯体系。其中，在二段与三段压缩之间设置碱洗塔， 除去酸性气体。经过归纳与总结，我们可以得到表 3:的结果

42、第 13 页 (共 58 页)煤制烯烃项目生产工艺设计（烯烃预分馏工段）表 3 压缩方案的比较压缩方案优点缺点五段压缩碳三以上重组分可部分回收，减少进入精馏 提纯体系的量，节约深冷系统冷耗。流程复杂，设备费用增加四段压缩流程较简单，设备费用降低，节省投资段间冷却剂增加，功耗有一定增加三段压缩流程简单，设备费用低，投资少段间冷却与压缩机功耗均增加，压缩比 增加，压缩机寿命减小由于本项目烯烃处理量较大，采用三段压缩将导致压缩机寿命减短，设备添置费 用将远远超过节省的投资费用。此外，在本工艺流程中，每段压缩必须保证混合气温 升不超过 100 , 否则会发生严重的烯烃聚合 ， 而三段压缩各段的温升均会

43、超过 100 , 因此本流程不采用三段压缩法 ，我们将在四段与五段压缩之间进行选择 。但是由于五段压缩流程较复杂，操作麻烦，综合考虑我们采用四段压缩方案。3.7 碱洗方案的选择合成工段生成的混合气中含有少量 CO2 酸性气体，这些酸性气体不仅会对精馏 装置以及乙烯、丙烯衍生物加工装置产生较大的危害，还会使下游加工装置的聚合过 程或催化反应过程的催化剂中毒，严重影响产品质量， 因此在混合气精馏分离之前，需将混合气中的 CO2 气体脱除干净 。现在工业上主要有两种脱除 CO2 气体的方法，：（1）碱洗法：用 NaOH 为吸收剂，通过化学吸收使 NaOH 与裂解气中的酸性气体发生化学反应， 以达到脱

44、除酸性气体的目的，其反应为：CO2 + 2NaOH = Na2CO3 + H2O（2） 乙醇胺法：用乙醇胺做吸收剂除去 CO2 是一种物理吸收和化学吸收相结合 的方法，所用的吸收剂主要是一乙醇胺和二乙醇胺 。以一乙醇胺为例，在吸收过程中它能与 CO2 发生如下反应：醇胺法与碱洗法相比，其主要优点是吸收剂可再生循环使用，当酸性气含量较高第 14 页 （共 58 页）方案论证时，从吸收液的消耗量和废水处理量的角度来看，醇胺法明显优于碱洗法。但本项目 中，混合气中 CO2 含量较少，仅占 8.7% ，因此醇胺法的优越性在本工艺中无法体现，同时醇胺法有以下缺点：（1）醇胺法对 CO2 的吸收不如碱洗彻

45、底，一般醇胺法处理后混合气中 CO2 体积 分数仍达（6050)10-6 ， 尚需再用碱法进一步脱除，使 CO2 体积分数低于 l10-6，以满足乙烯生产的要求。（2）醇胺虽可再生循环使用，但由于挥发和降解，仍有一定损耗。（3）醇胺水溶液呈碱性，但当有酸性气体存在时，溶液 pH 值急剧下降，从而对碳钢设备产生腐蚀 。因此，醇胺法对设备材质要求高，投资相应较大。综合考虑，我们采用碱洗法脱除混合气中的酸性气体。为提高碱液利用率，我们采用两段碱洗法实现 CO2 气体的脱除。3.8 精馏方案的选择我们采用的精馏方案是将来自分离工段的混合液烃送入脱丁烷塔精馏分离，塔顶 C4-经过冷凝后进入脱丙烷塔，将脱丁烷塔塔底 C5+和脱丙烷塔塔底 C4 送入 MTP 反应 器回炼裂解 。脱丙烷塔塔顶气烃经冷却后送入脱乙烷塔，将脱乙烷塔塔底 C3 送入 C3 分离器进行丙烯丙烷的分离。将脱乙烷塔塔顶气烃压缩后送入碱洗塔，除去混合气烃 中的 CO2，然后送入脱甲烷塔，将甲烷从塔顶分离出来，再将塔底液烃送入脱 C2 塔， 把没能分离出去的 C3 从塔底分离出来送入 C3 分离器，将塔顶气烃送入 C2 分离器进行乙烯乙烷的分离。将丙烯丙烷乙烯经冷却后送入储罐，将甲烷乙烷送入燃烧气系统。3.9 工艺流程反应工段来自甲醇进料缓冲罐的甲醇与来自甲醇回收塔的甲醇在混合器 M-06-01 中混合， 依次经过