MTBE项目可行性研究报告

12 万吨 /年 可行性研究报告 2目 录 1 总论 . 1 目及建设单位基本情况 . 1 制 依据及原则 . 1 究范围 . 2 目背景及建设理由 . 2 要研究结论 . 3 2 市场分析和价格预测 . 4 料分析 . 4 品市场分析 . 4 险分析 . 4 3 建设规模、产品方案 . 6 设规模 . 6 品方案 . 6 4 置 . 7 艺技术选择 . 7 艺原理及工艺流程 . 8 5 原料、辅助材料及燃料供应 . 20 料 . 20 助材料 . 21 6 自动控制 . 23 述 . 23 动化水平 . 23 表选型 . 23 制系统 . 24 制方案 . 26 表正常工作保证措施 . 26 要仪表设备一览表 . 27 表消耗指标 . 27 计采用的标准和规范 . 28 7 厂址选择 . 28 述 . 28 厂条件 . 28 址选择 . 29 8 总图运输、储运、外管网及土建 . 29 图运输 . 29 品储运 . 31 管网 . 32 建 . 32 9 公用工程及辅助生产设施 . 34 排水 . 34 电 . 36 信 . 39 热、供风 . 39 暖、 通风 . 42 压站及氮气站 . 42 析化验 . 46 10 节能与节水 . 46 能 . 46 水 . 48 11 消防 . 49 述 . 49 灾、爆炸危险性分析 . 49 防设计原则 . 49 置内消防检测火灾报警系统 . 49 置内消防设施的启动控制及通讯联系 . 50 依托的消防条件 . 50 消防系统 . 51 汽消防系统 . 51 型灭火器系统 . 51 计采用的主要标准规范 . 51 12 环境保护 . 51 计原则 . 51 计依据及采用的环境标准 . 52 设地区环境质量现状 . 52 目主要污染源及环境保护措施 . 53 境管理及监测 . 错误 !未定义书签。 保投资 . 54 境影响分析 . 55 13 职业安全卫生 . 55 计原则 . 55 全卫生设计执行的标准、规范 . 56 程危害因素分析 . 57 要防范措施 . 69 全卫生机构及人员配置 . 72 全卫生制度 . 72 全卫生投资估算 . 72 14 项目实施计划 . 72 15 投资估算及资金筹措 . 72 程概况 . 72 资估算范围及构成 . 72 资估算依据 . 73 资估算说明 . 74 动资金估算 . 75 金筹措 . 75 16 财务评价 . 75 务评价的依据及主要数据、参数 . 75 益及财务评价指标计算 . 76 确定性分析 . 79 11 总论 目及建设单位基本情况 1) 建设单位概况 1、石化基地建设内容 炼油能力 3000 万吨 /年，乙烯生产能力 240 万吨 /年。 2、石化基地选址 石化基地选址位于 *市 *区、温岭市境内，由 *构成的滩涂围垦区构成，规划面积为 中一期规划面积约为 30万吨级原油码头和罐区位于大陈岛，规划面积 过23公里海底管道与石化基地相连。 3、石化基地投资情况 石化基地总投资 1740 亿元，其中一期项目投资约 800 亿元。 我们本次的设计主要是针对其下游产品碳四的综合利用。混合 七十年代中期发展起来的石油化工新技术。 烷值很高，我们将利用其生产无铅高辛烷值汽油的调和成份。为满足市场需求和充分利用 源，进一步提 高产品的社会效益和经济效益。 本装置设计能力为 2 万吨年 成剂，于 *年年底与气分装置同时动工，将于 *月竣工。装置原料混合 料甲醇为外购。该装置工艺方案采用混相膨胀床反应器合成 置由反应部分、产品分离部分和甲醇回收部分三部分组成。 2) 主要生产装置 处理能力 2 万吨 /年， 2005 年 12月投产。包括预醚化、催化蒸馏、甲醇回收单元。装置利用气分碳四中异丁烯与甲醇反应生产 经过预反应器和催化蒸馏塔后碳四中异丁烯的转化率 98%，得到合格的 品。 制依据及原则 制依据 制原则 化工建设项目可行性研究报告内容和深度规定 2005年 10月 1) 符合中国石油整体发展战略，提高 *市 的赢利能力。 2) 结合 *市 实际情况，合理选用国内外普遍采用的催化蒸馏工艺路线 ,使各种产品质量达到国家最新标准或行业标准的要求。 3) 充分利用 石化基地 现有的公用工程设施及辅助设施，以降低投资、加 2快工程建设进度，为企业创造最大的经济效益。 4) 三废治理和安全设施严格执行国家、地方及主管部门制定的环保、职业安全卫生、消防和节能设计规定、规程和标准。采取各种切实可靠、行之有效的事 故防范及处理措施，确保装置安全运行。 究范围 本可研包括原料进界区至产品 目背景及建设理由 目背景 甲基叔丁基醚（ 下简称 一种高辛烷值的汽油组分，其马达法辛烷值为 101，研究法辛烷值为 117，在汽油组分中有良好的调和效应，稳定性好，而且可与烃燃料以任意比互溶，是一种良好的提高汽油辛烷值的油品添加剂。车用汽油加入 ，汽油在气缸中燃烧得更彻底，汽车尾气不含铅， 放量减少 30。正是由于上述特 点，到 20 世纪末，全世界 产量曾达 2300 万吨，成为石化产品中发展最快的品种之一。我国至 2003 年 5 月份，全国有近 40 套生产装置，年产量达 150 万吨。 据统计，我国生产的车用汽油中催化裂化汽油占到了 80左右，大部分炼油厂的汽油辛烷值不足。通过添加 高辛烷值是提高我国汽油标准的最经济的手段。近两年来，东部地区的许多炼油企业纷纷扩大或新上 产规模，一方面是解决当前车用汽油辛烷值不足不能上市的燃眉之急，同时也可为日后的碳四副产品解决出路。 利用气体分馏装置生产的 分生产 通过在催化汽油中添加 提 高 汽油品质和辛烷值的重要手段。 目的必要性 1）合理利用资源、优化产品结构的需要 根据重油深加工改造的总加工流程， 炼油能力 3000 万吨 /年，乙烯生产能力 240 万吨 /年 。 气体分馏装置的规模为 10 万吨 /年。届时，气体分馏装置将副产 吨 /年的混合碳四组分，其中的异丁烯（含量 是生产高辛烷汽油组分 原料。 一种良好的高辛烷值汽油调合组分，在汽油组分中有良好的调合效应，稳定性好，能以任何比例与汽油组分混合而不发生相分离。因此，为了适应我国汽油 改质的要求，以 调合组分生产高辛烷值汽油已经是国内外普遍采用的措施之一。本项目实施后， *市石油化工基地93#汽油的比例进一步增加，产品结构可得到进一步的优化。 2)是提高企业经济效益的需要 按照目前国内汽油价格政策， 93#汽油比 90#汽油的销售价高 287 元 /吨。 3随着高档汽车数量的不断增加，高标号汽油的需求量也在迅速上升，因此*市石油化工基地 有必要生产高牌号汽油，进一步提高整体经济效益。 气体分馏装置副产的碳四馏分作为石油液化气销售，价格较低，利用碳四馏分中的异丁烯和甲醇为原料生产 现有 汽油组分调合，可增加高标号汽油的品种和产量，有利于高标号汽油市场的占领和提高 *市石油化工基地 的整体经济效益。 综上所述，从资源的合理利用、优化产品结构、适应市场的需求和提高企业的经济效益等诸多方面考虑，利用气体分馏装置副产异丁烯为原料生产 十分必要的。 要研究结论 1)本项目采用的新型混相膨胀床 目前国内生产先进的工艺技术，也是成熟的、可靠的。 2)所有原料和辅助原料来源均有保证。生产 主要原料混合碳四组分和甲醇均来自于本厂，净化剂和催化剂等辅助原材料国内均有 生产且市场供应充足。 3）本装置技术经济指标合理，所得税后内部收益率大于行业基准收益率，投资回收期小于石化行业基准投资回收期。 综上所述，本项目无论是在技术上还是在经济上都是可行的。 42 市场分析和价格预测 料分析 1) 异丁烯原料资源分析 根据 石化基地 总流程的安排， 石化基地 加工原油 3000 万吨 /年，重油催化裂化装置规模为 乙烯生产能力 240万吨 /年 ，气体分馏装置的规模为 10万吨 /年。届时，气体分馏装置将副产 吨 /年的混合碳四组分，其中的异丁烯（含量 。 2) 甲醇资源分析 2 万吨 /年 醇约 吨 /年， 而 *市石油化工基地 现有的甲醇装置产量完全满足， 甲醇原料的供应是有保障的。 品市场分析 我国生产的车用汽油中催化裂化汽油占到了 80左右，我国大部分炼油厂的汽油辛烷值不足，通过添加 高辛烷值是提高我国汽油辛烷值的最经济的手段。 可增加汽油含氧量 ,促进清洁燃烧，减少汽车有害物排放的污染。 我国 产也处于快速增长状态。据不完全统计，我国现有 7 套，总年产能力 62 万吨。 口较大 ， 一些企业正对装置进行扩建改造或新建装置。 专家预测我国 近十年还会有大的增长，但其增量与车用汽油的增量相比是微不足道的。 *市石油化工基地 所生产的 2 万吨 /年 身 生产的汽油，不存在销售问题。 （ 1）可以改善汽油的燃烧值和调合辛烷值，蒸汽压不高，有较高的含氧量。因此 ， （ 2）生产 以优化利用炼厂催化裂化和乙烯厂的 源以及直接或间接降低催化汽油烯烃含量和硫含量，该工艺过程比较 简单，操作条件比较缓和，对设备无特殊要求，生产过程对环境也不产生污染。 （ 3） 要有 2可以闻出）和致癌性。易溶于水。可生物降解性差。容易随水游动而迁移，管理不善对人体健康会构成威胁。 5美国：美国是世界上 量最大的国家， 2000 年用量达 1320 万吨，占世界总消费量的 42%。自美国加州在饮用水中检测到 来，对人体健康的影响引起世界的关注，限制和禁用的争论持续升温。截止到 2003 年初，美国共有 18 个州已宣布 2006 年前限制或禁用 成定局，但实施时间可能会推迟到 2010 年前后完成。 日本：日本已经声称考虑不久也将禁用 算进口乙醇替代 欧盟：虽重视美国有关禁用 尚未出台禁用的具体计划，原因是欧洲用量较少，油品储运系统比较健全，饮用水供应相对比较集中，小型和私人水厂、水井较少，潜在的泄露危险较小，控制对水源的污染相对较易。到目前为止，只有丹麦禁用，全欧追随美国禁用 可能性较小。据报道，欧洲经系统研究后已确定继续生产使用 亚洲：亚洲和欧洲类似，应用 间较晚，用量较少，目前限制和禁用的意向不明显。 我国：尚未提出限制和禁用的法规。 迄今为止，仍有许多科学家和业内人士认为醚产品实为清洁汽油优质调和原料， 论主因为政治及集团利益，寡于科技依据。德国科学论断： “ 醚类优于芳烃 ” ；美联邦能源部盛赞醚产品 ， 美国联邦能源部能源信息管理局于 2003年 3 月 5日在德克萨斯州圣安东尼市美国炼油化工协会年会上的专题报告 “ 取消 而使零售价格飞涨）， （汽油中的） 其它醚类所独具的卓越尾气排 放和引擎表现等物化特性和关键指标亦是其它碳氢化物或醇类物所无与伦比的。 ” 据国外 *公司和 *公司的预测，由于美国限制或禁用 界 002年的 2000 万吨左右下降到 2005年的 1700 万吨和 2010年的 1300 万吨左右。加上很多国家汽油标准基本上追随美国，可以预计，禁用 计时间会比美国推迟 10国也已开始实施酒精替代计划，由于实施酒精替代计划政府要投入巨额财政补贴，估计我国 便尽快解决催化汽油烯烃含量 高和辛烷值短缺的问题。另外开发其他清洁的替代车用燃料也在预料和情理之中。 当然利用炼厂的 是，我国液体酸烷基化工艺比较落后，不是环境友好工艺，而固体酸烷基化又没有工业化，仍处于试验阶段，间接烷基化工艺也没有推开，随着技术不断成熟，将来可以通过改造 置实现间接烷基化工艺的操作。例如，据称加拿大 *燃料公司（ 2002年 10月首次成功将 a），供应美国调和新配方汽油。 因此，现阶段为改善汽油质 量，充分利用 持汽油的质量升级并提高 *市石油化工基地 整体经济效益，同时间接降低汽 6油烯烃含量和硫含量是必要的。 通过对 为中国目前和将来一段时间 3 建设规模、产品方案 设规模 1) 原料来源 本装置原料为气体分馏装置生产的 化基地 生产的甲醇。 2) 生产规模 2 104t/a 3) 年开工时间 年开工时间为 品方案 本装置产品为 产品为未反应的 分 ，均去罐区储存。 本装置物料平衡见表 3 本装置主要产品规格见表 3 3 7表 3料平衡 序号 物料名称 数 值 备注 w% kg/h 104t/a 一 原料 1 分 8131 2 甲醇 833 合计 8964 二 产品 1 2298 2 未反应6667 合计 8964 表 3组 分 含量， 分析方法 除碳五） 色谱法 甲醇 谱法 碳四 谱法 表 3余碳四规格 组 分 含量， 分析方法 异丁烯 谱法 水 甲醇 50谱法 50谱法 剩余碳四应同时满足作为甲乙酮原料的要求。 4 艺技术选择 自 1973 年意大利斯纳姆公司利用自己的专利技术，建成世界上第一套10万吨 /年 业化装置以来， 生产受到世界各国的高度重视，开发成功了适应化工型和炼油型企业要求的多种工艺技术，并得到广泛的 8工业应用。我国在这一领域也进行了桌有成效的研究开发工作， 1983 年在齐鲁石化公司建成投产了国内第一套 5500 吨 /年工业实验装置，之后经过近二十年的不懈努力，国内自行研究开发的 进了传统工艺并在工业上得到广泛推广应用。 到目前为止，国内外已开发成功了多种工艺技术，具有代表性的工艺主要有两类。 1) 床层反应合成 该工艺反应器采用固定床或膨胀床型式，分 “ 一段反应，一次分馏 ”工艺和 “ 两 段反应，两次分馏 ” 工艺两种，后者异丁烯转化率高于前者。床层反应合成 丁烯的转化率可达到 90 96。 由于合成 平衡放热反应，温度过高会影响催化剂的寿命和异丁烯的转化率。为控制反应的温度，反应器需有冷却取热或外循环取热设施，反应热不仅得不到有效利用，而且增加了设备投资与水、电、汽消耗。 2) 混相床催化蒸馏合成 产工艺 该工艺是混相床反应与催化蒸馏反应的组合。混相床可分为固定床或膨胀床，由于混相床反应器的压力较低，通过反应物料的部分汽化吸收反应热，省去了床层反应器的冷却取热或外 循环取热设施。特别是在膨胀床反应器内，催化剂床层处于膨胀状态，有利于反应热的扩散。 为进一步提高异丁烯转化率，在混相床反应器之后，串连了一个催化蒸馏反应器。催化蒸馏工艺是将反应器和反应产物的分离合二为一，在催化蒸馏塔中，将反应产物不断地移出反应区，使反应向着生产 此异丁烯转化率较高；同时反应放出的热量又被蒸馏所利用，有利于节能。混相床催化蒸馏合成 产工艺，异丁烯转化率提高到99%以上。 催化蒸馏技术则是在一个设备内同时完成残余异丁烯的深度转化和产品分离，由于反应和分离同时进 行，不但实现了深度转化，而且还充分利用了反应热，减少了能耗。 综合考虑，拟推荐混相膨胀床催化蒸馏合成 产工艺。 艺原理及工艺流程 艺原理 1、 丁烯与甲醇在强酸性阳离子交换树脂的作用下，在一定的温度和压力条件下发生加成反应，生成甲基叔丁基醚 据反应条件的不同伴随付反应，原理如下： 9聚物、 甲醚、 丁醇。 主反应为 放热反应 ， H= 37千焦 /克分子 以上几种杂质中 身的辛烷值较高，留在 品中，不影响其使用性能 ，二甲醚的形成取决于温度、空速和甲醇浓度，其选择性很低，由于它的沸点很低，所以最终收集在 品中，其余碳四组分与甲醇均不发生反应，可视为在工艺条件下的惰性物质。 艺流程简述 来自丁二烯抽提装置的混合 301/自储运公司的 料进入甲醇原料罐 别经 合物料经混合器混匀后进入一反离子过滤器 去物料中的金属阳离子等有害杂质。过滤后的物料首先进入 来自初馏塔塔底的产品 热。温度 升至 45左右进入一反进料预热器 用 汽或 物料预热到 55以后进入第一反应器 合 的异丁烯和甲醇在大孔径强酸性阳离子交换树脂作用下，进行醚化反应生产 从第一反应器底部出来的反应物料 (丁烯 进入初馏塔进料换热器 101。初馏塔底含 104/却到 40左右进入 205，然后经泵 10 初馏塔顶产物经 凝、冷却至 58进 入回流罐 内物料用 压后一部分送回 一部分凝液与甲醇混合(2%107后进入二反离子过滤器 出金属阳离子等有害杂质后进入二反 二反底部出来的物料 (丁烯 103，三反底部出来的物料进入脱 经 202。脱 201 底产品 91% 205。 脱 201 冷凝、冷却到 50进入回流罐，罐内物料用 压后一部分送回 顶作为回流，另一部分凝液 (2%204。 含甲醇的混合 底部进入甲醇萃取塔 釜液作为萃取剂由塔上部进入，在 14m 高的鲍尔环填料上，混合 萃取水逆流接触。 顶部的萃余 萃取剂冷却至 40以下进入 部含 310%的水溶液进入甲醇回收塔 顶气相经 凝、冷却到 40进入回流罐 凝部分由罐顶放入大气，罐内物料用 压后一部分送回 部分返回原料罐 原料循环使用。 4经 输送至 水洗流程进 水洗流程进 预热后进入脱异丁烷塔 顶气相被冷凝到 45后进入 部分气相（主要是 异丁烷）被排入火炬，全部凝液用 204塔顶作为回流（原料中异丁烷含量高时需要采出液相）。被脱除 部分异丁烷的 入塔底，由 1 塔 粗丁烯 顶气相经 凝到 65后进入回 流罐 料用 压后一部分送回 顶作为回流，另一部分经冷却器 0进入 底物料经冷却器 却后直接或用 工艺流程图见附图 4图 4 411 412 要操作条件 主要操作条件见表 4表 4主要操作条件 名称 项目 单位 指标 备注 醚化反应器（ 醇烯比 摩尔比 入口压力 出口压力 入口温度 3045 床层温度 70 出口温度 65 催化蒸馏塔（ ） 塔顶压力 回流量 t/h 812 顶温 5864 底温 6066 塔釜液位 4060 4060 催化蒸馏塔（ ） 塔顶压力 顶温 6066 底温 130 136 塔釜液位 4060 甲醇萃取塔 塔顶压力 13 （ 顶温 3540 底温 3540 回流 t/h 界位 3550 置占地、建筑面积及定员 1) 占地、建筑面积 装置包括反应部分和甲醇回收部分。装置平面布置按其功能划分为塔区、框架区、管廊区、检修场地及消防通道等。 装置占地面积： ?。建筑面积 :? 。 2）定员 本本装置人员由公司内部调配，如果将 气分装置设置为一个装置，人员根据情况适当减少。 备选型 原料净化 型大孔径磺酸阳离子交换 树脂 ，该 树脂具有强 酸性，故反应器壳体材质选用 20R+0合钢板，内件选用 0化蒸馏塔接触催化剂部分衬不锈钢，材质为0醇萃取塔的筛孔塔板，塔板材料选用 1防止萃取塔塔盘筛孔因腐蚀扩大而影响萃取效果。 本装置中复合钢板设备的封头厚度较小，可以用复合钢板压制成型，且比堆焊复层质量好，成本低。 本装置中的主要设备见表 418 表 4要工艺设备表 序号 设备编号 设备名称 型号或规格 （直径高壁厚） 结构 特征 操作条件 数量 台 重量 t 主 体材质 备注 介质 温度 压力 ） 一 反应器类 1 ， 2 原料净化 120025000（ 10+3） 三段催化剂床层 甲醇、 5 182 复合钢板 20R+0台 二 塔 类 1 化蒸馏塔 140054450 （ 12+3） 十段催化剂床层 甲醇、 5/130 60 20R+0 醇萃取塔 1400/10002000/23000（ 14+3） 37层筛孔塔板 、 甲醇 40 35 16 醇回收塔 1000 内 水、甲 12 0 1 2 16 19 序号 设备编号 设备名称 型号或规格 （直径高