甲醇制烯烃技术简介.doc

1 甲醇制烯烃1.1 工艺技术方案的选择1.1.1 甲醇制烯烃工艺技术1.1.1.1 原料路线确定的原则和依据甲醇制乙烯、丙烯等低碳烯烃(Methanol-to-Olefin，简称MTO)是最有希望替代石脑油为原料制烯烃的工艺路线，目前工艺技术开发已趋于成熟。该技术的工业化，开辟了由煤炭或天然气经气化生产基础有机化工原料的新工艺路线，有利于改变传统煤化工的产品格局，是实现煤化工向石油化工延伸发展的有效途径。甲醇制烯烃的反应比较复杂，在高选择性催化剂上，MTO主要发生如下放热反应：2CH3OH CH3OCH3+H2O12CH3OH C2H4+ 2C3H6+ C4H8+12H2O6CH3OCH3 C2H4+ 2C3H6+ C4H8+6H2O本项目采用煤炭气化制甲醇，甲醇制烯烃的生产路线。1.1.1.2 国内、外工艺技术概况 (1) 国外工艺技术概况 二十世纪八十年代初，美国美孚（Mobil）公司在研究采用沸石催化剂利用甲醇制汽油（MTG）工艺的过程中发现并发展甲醇制烯烃（MTO）工艺。Mobil对反应机理进行了细致的研究，优化催化剂，合成了针对MTO和MTG反应的新型沸石催化剂ZSM-5。Mobil基于流化床的工艺示范装置自1982年底运行至1985年末，成功地证明了流化床反应系统可以应用于MTG和MTO过程。Mobil甲醇制汽油技术的成功开发推动了甲醇制烯烃（MTO）、甲醇制丙烯（MTP）等工艺的开发。目前，国外的工艺技术中，由/公司共同开发的MTO工艺、由Lurgi公司开发的MTP工艺最具有产业化前景。1986年UCC发现采用SAPO-34（磷酸硅铝分子筛）可以有效地将甲醇转化为低碳烯烃，而后UCC将相关技术转让给了公司。1992年和Norsk合作开发了以多孔性MTO-100（主要活性组分为SAPO-34）为催化剂的/工艺，MTO-100催化剂具有更好稳定性和耐磨性。 1995年/公司在挪威建成了一套甲醇加工能力为0.75-1t/d的中试装置。/中试装置使用流化床反应器，并配一台流化床再生器，采用自欧洲市场购买的AA级甲醇为原料，在0.1-0.3MPa(G)压力和400450温度条件下，采用以磷酸铝分子筛SAPO-34为主要成分的MTO-100型催化剂，在连续运转期间，甲醇转化率始终大于99.8%，乙烯和丙烯收率达到约80。根据操作条件的不同，乙烯/丙烯可以在0.75-1.5之间调整，乙烯和丙烯产品可以达到聚合级。低碳烯烃合成的关键技术是催化剂，20世纪80年代多使用ZSM-5及其改性产品，90年代以来，则倾向于磷酸硅铝分子筛（SAPO），尤其是具有强选择性和活性的8环通道的小孔SAPO-34倍受青睐。公司推荐采用的催化剂是MTO-100催化剂，目前已经完成了MTO-100催化剂的扩大研究和测试，包括甲醇转化率、选择性、结焦、再生能力和长期稳定性。同时也完成了商业化催化剂生产试验，在中试装置中经过数百次反应-再生循环，性能非常稳定，验证了商业化规模催化剂的强度和耐磨性可以达到预期目标，催化剂的物理强度和耐磨性超过FCC催化剂。但MTO-100催化剂的价格较为昂贵，催化剂的寿命、选择性、耐磨性还有待于工业化的实践考验。 公司作为世界上最早的流化催化裂化技术专利商，在FCC领域和工程放大方面有着丰富的经验，MTO的反应、再生苛刻度均比FCC低，设备风险在可控范围内。在MTO工艺方面，针对不同空速进行了很多试验，催化剂的选择性很强，实验结果表明空速对反应不是敏感参数。流化床反应器在控制反应区的密度和空速调节上具有优势，因此设计的把握性更大。轻烯烃回收部分与管式炉裂解制乙烯的分离流程基本相同，由于MTO工艺生成气中的甲烷、氢气和杂质含量要比轻油管式炉裂解生产乙烯工艺少得多，流程更简化。因此，从工艺流程来看，MTO工艺工业化有很多成熟的经验可以借鉴，工业化的把握较大。石化在比利时Feluy建设的10吨甲醇/天的MTO示范装置（包括OCP单元）计划于2009年开车。新加坡的欧洲化学公司正在尼日利亚建设1万吨甲醇/天的MTO装置（包括OCP单元）,目前已完成基础设计。(2) 国内工艺技术概况我国MTO工艺及催化剂的开发也有相当长的时间，中科院在20世纪80年代初开展MTO研究工作（该技术现简称为DMTO）。上世纪八十年代完成了1.0吨/天（甲醇进料）中试，采用中孔ZSM-5沸石催化剂，固定床反应器，其结果达到同期国际先进水平。20世纪90年代初开发了合成气经二甲醚制低碳烯烃的工艺路线(SDTO工艺)，于1995年完成了中试装置的实验研究。SDTO工艺包括2个阶段：第一阶段是在固定床中将合成气转化为二甲醚，采用金属酸双功能催化剂，连续平稳操作1000h，二甲醚选择性95%，CO单程转化率75%-78%。第二阶段采用上流密相流化床反应器将二甲醚转化成低碳烯烃，日处理当量甲醇0.08-0.15吨（进料是二甲醚时，折算成甲醇的量），甲醇转化率始终大于98%，乙烯和丙烯收率达到81%。催化剂为基于SAPO-34的DO123催化剂。催化剂连续经历1500次左右的反应再生操作，反应性能未见明显变化，催化剂损耗与工业用流化催化裂化催化剂时相当。2004年8月，与陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司（现更名为新兴能源科技有限公司）、中国石化集团洛阳石油化工工程公司三方合作，启动建设世界上第一套万吨级工业性试验装置。化物所提供DMTO催化剂制备技术，并提供实验室阶段得到的工艺数据，中石化洛阳石化工程公司承担DMTO示范装置的工程设计工作，陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司承担施工建设管理、投料运行和维护技术支持。 该试验装置的规模为50吨/天甲醇进料，建设方案仅为反应部分，不包括压缩、净化和产品气体分离部分。该装置于2005年7月完成试验装置的建设、安装工作，2005年底完成了试验设备的调试工作。2006年2月20日试验装置一次投料试车成功，经过2月21日3月2日，4月21日5月20日两个阶段，累计运行1102小时的工艺条件试验后，于2006年6月17日20日中国石油化工协会组织相关单位和专家对该工业试验装置进行了72小时现场考核表明，试验装置运行平稳，达到设计预定的参数和目标，能够满足反应再生系统温度、压力、循环量、取热和烧焦的要求，催化剂物化指标和粒度分布数据合理，水热稳定性良好，可满足大型化流化床工业装置的要求。甲醇转化率近100%，乙烯丙烯收率约为80，乙烯/丙烯的比率在0.8-1.2范围内可调。但也存在催化剂损失大等问题。2006年8月，国家有关部门组织的技术鉴定专家组一致认为：甲醇制烯烃工业性试验取得了重大突破性进展，各项指标已达到世界领先水平。同时，进行了DMTO专用催化剂的工业放大，2008年，年产2000吨的DMTO催化剂的商业化生产装置开工。可以保证为MTO商业化装置连续供应催化剂。DMTO技术的第一个商业化应用是煤化工项目，该项目于2006年12月获得国家发改委批准，目前采用DMTO技术的60万吨/年甲醇制烯烃装置进展顺利，正处于详细设计和建设阶段，计划于2010年开工。此外，一些大型能源企业计划采用DMTO技术，正在积极争取国家核准。1.1.2 利用C4+增产丙烯技术C4+是MTO工艺的副产品，在MTO装置中采用C4+利用技术可达到更高的甲醇进料利用率。1.1.2.1 工艺路线介绍目前利用C4+增产丙烯技术研究主要集中在2个方面： (1) C4+烯烃裂解技术； (2) C4烯烃歧化技术；1.1.2.2 C4+烯烃裂解制丙烯国内外工艺技术概况 C4+烯烃裂解是将C4-C8烯烃在催化剂作用下转化为丙烯和乙烯的技术，它不仅可以解决炼厂、石脑油裂解及煤制烯烃副产的C4-C8的出路问题，又可以增产高附加值的乙烯、丙烯产品，成为近年研究较为活跃的领域。 根据反应器的型式，可将C4C8烯烃裂解制丙烯技术分为两类：一类是固定床工艺，目前国外较为成熟的技术主要有石化/公司的烯烃裂解工艺（OCP工艺）、Lurgi公司的Propylur工艺、日本旭化成公司Omega工艺，国内有中国石油化工股份有限公司上海石油化工研究院（简称上海石油化工研究院）开发的OCC工艺。其中具有代表性的是石化/公司的OCP工艺；另一类是流化床工艺，国外主要有Arco/KBR公司的Superflex工艺、Mobil公司的MOI工艺，国内有的C4+催化裂解工艺。下面是两种具有代表性的工艺技术概况。 (1) 石化/公司的OCP工艺石化和公司联合开发了OCP工艺。该工艺的特点是原料中不加稀释气、空速高，因而反应器的体积小，设备投资少。该工艺采用专用的沸石分子筛催化剂，在500-600、0.1-0.5MPa、较高空速的反应条件下，原料在固定床反应器中和催化剂接触发生催化裂化反应，丙烯选择性及收率都较高。该工艺用于甲醇制烯烃（联合装置时）可在甲醇进料量不变的情况下，使乙烯和丙烯的总收率由80%提高到90%以上，丙烯收率由30%-50%提高到60%。 OCP的示范装置位于比利时的Antwerp。该装置于1998年开始运行，处理量为0.7-1.7t/d的新鲜进料。装置内包括两个反应器（一个运行模式，另一个则再生或备用），还有催化剂再生设施。OCP示范装置的原料来自Antwerp炼厂FCC装置下游的MTBE装置。石化在比利时Feluy建设的10吨甲醇/天的MTO示范装置（包括OCP单元）计划于2009年开车。新加坡的欧洲化学公司正在尼日利亚建设1万吨甲醇/天的MTO装置（包括OCP单元）,目前已完成基础设计。(2) （DICP）的C4+催化裂解工艺的C4+催化裂解工艺是基于DMTO示范装置发展起来的工艺技术， C4+催化裂解工艺技术采用密相流化床反应器，采用和DMTO工艺同一种催化剂。C4+催化裂解工艺与DMTO工艺结合（DMTO）大大提高了乙烯与丙烯的收率。P/E可以在更大范围内调整。单位烯烃产品甲醇消耗降低。C4+催化裂解反应温度为500-600，反应压力为0.1-0.3MPa。在500-600。该工艺充分利用MTO主反应及催化剂再生烧焦释放的热量，建立热能回收系统。 1.1.2.3 C4烯烃歧化制丙烯国内外工艺技术概况 烯烃歧化技术多年以前已经开发成功，只是因为近年来一些地区丙烯价格逐步走高，这一技术又重新引起了人们的重视。它是一种通过烯烃碳-碳双键断裂并重新转换为烯烃产物的催化反应，目前以乙烯和2-丁烯为原料歧化为丙烯的生产技术研究较为活跃，主要有CBI 公司的OCT高温催化工艺和法国石油研究院（IFP）的Meta-4低温催化工艺。烯烃歧化工艺缺点是每生产1t丙烯，要消耗掉约0.4t的乙烯，因此只有在丙烯价格高于乙烯价格、乙烯产量过剩时才是经济可行的。近年开发的自动歧化技术，不用或用少量乙烯，应用前景看好。BASF公司和南非公司的C4烯烃歧化工艺实现了反应中不需添加或只需添加少量乙烯即可获得较高的丙烯收率，该工艺对于乙烯资源短缺的地区尤其具有吸引力。下面介绍具有代表性的CBI 公司的OCT高温催化工艺及BASF公司和南非公司的C4烯烃歧化工艺技术概况。 (1) CBI 公司的OCT高温催化工艺 OCT工艺是公司开发的乙烯和丁烯歧化制丙烯的生产工艺，该工艺采用并联固定床反应器，在300400，3.03.5MPa条件下，当进料丁烯中2-丁烯的质量分数为50%95%时，丁烯转化率大于70%，丙烯选择性大于98%，丁烯转化为丙烯的选择性为97%，乙烯生成丙烯的总选择性接近100%。丙烯纯度超过99.9%。所用催化剂主要包括WO3/SiO2歧化催化剂及MgO异构化催化剂，催化剂可连续再生而且性能稳定，寿命为3至4年。 OCT工艺实现商业化已经23年，在过去的8年中，已经向27套OCT装置转让专利，目前有13套在运行中，13套处于工程建设阶段。得到许可的OCT装置丙烯的总生产能力为580万吨/年。目前在Lyondell公司的乙烯装置、BASF公司和Fina公司合资的蒸汽裂解装置及我国已投产的上海赛科90万吨/年乙烯装置都采用该工艺增产丙烯。其中BASF公司和Fina公司合建的92万吨/年乙烯和55万吨/年丙烯装置采用OCT工艺以后，乙烯产能调整为83万吨/年，丙烯产能则提升为86万吨/年。(2) BASF开发的歧化工艺BASF开发的歧化工艺将丁烯自身歧化及乙烯和丁烯歧化有机组合，即将1-丁烯和2-丁烯转化为丙烯和2-戊烯，然后2-戊烯和乙烯反应生成1-丁烯和丙烯。BASF公司的C4烯烃歧化工艺所采用的催化剂活性组分使用铼，载体为AL2O3，其中铼氧化物的质量分数最好为8%-12%。该工艺中的异构化催化剂载体上负载有质量分数为0.1%-5%的PbO和Pb。(3) 南非公司歧化工艺 南非公司的C4烯烃歧化工艺中反应器可采用循环流化床、固定床或流化床反应器，以1-丁烯、2-丁烯或其混合物为原料。该工艺实现工业化后，可以和许多大型工业装置实现对接。1.1.3 工艺技术比选过去几年里甲醇制烯烃技术和利用C4+增产丙烯技术取得了重大进展，这些技术各具特色，但也存在一些不足之处，为取长补短，这些技术出现了多种应用组合，导致了工艺性能的重大改进。技术组合主要有以下几种：(1) MTO技术与OCP技术的组合; (2) 的DMTO技术与的OCT技术的组合; 在MTO技术谈判期间，DMTO技术专利商DICP解释其拥有的DMTO II新技术更有竞争力，因此撤回了DMTO+OCT技术组合方案的报价，发出了基于DMTO II 新技术的新报价。本可研仍包括DMTO+OCT技术的比较。(3) 的DMTO技术;其中DMTO工艺技术是DMTO技术和C4+裂解技术的组合，DMTO工艺技术充分利用DMTO副产的C4+产品，将DMTO反应和C4+裂解反应一体化。这几种技术组合与单独的甲醇制烯烃（MTO）技术相比主要具有如下优势：1) 有效地减少了每吨轻烯烃产品的甲醇消耗。2) 提高了整个装置的P/E比率，提高了产品对市场的适应性。3) 每吨轻烯烃产品设备投资减少了。根据市场需求，本项目拟采用甲醇制烯烃技术与利用C4+增产丙烯技术组合方案。通过对国内外甲醇制烯烃技术与利用C4+增产丙烯技术进展的分析，预对上述三种技术组合方案进行进一步的比选。三种技术组合方案的产品量、原料及公用工程消耗等方面情况如表6.1-1所示。表1.1-1 工艺技术方案对比表比较项目的MTO技术与OCP技术组合方案的DMTO技术与的OCT技术组合方案DMTO-II评价意见或说明原料要求甲醇（wt）95%95%95%水（wt）5%5%5%产品规格产品乙烯含量（mol）99.9%,min99.9%,min99.9%,min产品丙烯含量（mol）99.6%,min99.6%,min99.6%,min原料消耗，吨/吨（乙烯+丙烯产品)甲醇 (95%wt)2.772.932.77公用工程消耗原水脱氧水冷却水，吨/吨（乙烯+丙烯产品)187.13 226.23214.5610MPa（G）高压蒸汽，吨/吨（乙烯+丙烯产品)1.00 4.2MPa（G）高压蒸汽，吨/吨（乙烯+丙烯产品)0.911.091.751.7MPa（G）中压蒸汽，吨/吨（乙烯+丙烯产品)0.931.140.310.4MPa（G）低压蒸汽，吨/吨（乙烯+丙烯产品)-0.36-0.08冷凝液，吨/吨（乙烯+丙烯产品)-4.50-2.26-2.07电，kWh/吨（乙烯+丙烯产品）231.93120.9126.9仪表空气，m3(N)/吨（乙烯+丙烯产品）17.1816.3915.48工厂空气，m3 (N)/ 吨（乙烯+丙烯产品)17.1823.6122.29氮气(m3 (N)/吨乙烯+丙烯产品)224.71266.23240.49工艺水，吨/吨（乙烯+丙烯产品)0.050.05脱盐水，吨/吨（乙烯+丙烯产品)2.160.460.51汽提水，吨/吨（乙烯+丙烯产品)-1.47-2.15-2.04燃气，MJ/吨（乙烯+丙烯产品)1369.002170.000燃油三废排放废水，吨/吨（乙烯+丙烯产品)0.170.210.01废碱，吨/吨（乙烯+丙烯产品)0.0380.0210.041废气（直接排放大气)，m3（N）/吨（乙烯+丙烯产品)859.37536.21481.53MTO催化剂，吨/年5491100920其他废固，m3（N）/年118吨/年238 107可靠性操作弹性 50%-110%70%-110%50%-110%单台设备最大能力MTO反应与再生器最大处理能力为340万吨/年甲醇原料DMTO反应与再生器最大处理能力为180万吨/年甲醇原料；OCT平均规模为22万吨/年进料量DMTO反应与再生器最大处理能力为180万吨/年甲醇原料适用性对运输要求产品丙烯需于低温或压力容器中运输产品丙烯需于低温或压力容器中运输产品丙烯需于低温或压力容器中运输对原材料要求95%甲醇95%甲醇95% 甲醇其他特殊要求无无无商业化程度正投产的装置数无无OCT目前有13套装置处于运行中。无正在建设中的装置数新加坡的欧洲化学公司正在尼日利亚建设1万吨甲醇/天的MTO装置（包括OCP单元）,目前基础设计已完成。无但DMTO有两个装置正在建设中(1800KTA甲醇进料MTO装置；600KTA甲醇进料MTO装置)；OCT有13套装置处于建设中。无但DMTO有两个装置正在建设中(1800KTA甲醇进料MTO装置；600KTA甲醇进料MTO装置)； 最大的商业化规模及操作年限无无但OCT最大规模50万吨/年丙烯。无研制中心商业化规模挪威的MTO示范装置规模为0.75-1吨甲醇/天,于1995操作运行。DMTO工业化试验装置规模为50吨甲醇/天,最大可达75吨甲醇/天,于2006年操作运行运行了1100 小时。DMTO工业化试验装置规模为50吨甲醇/天,最大可达75吨甲醇/天，于2006年操作运行了1100 小时。 DMTO-II示范装置将于2009年建成。石化在比利时Antwerp建设的OCP示范装置规模为0.7-1.7吨/天,于1998年运行。石化在比利时Feluy建设的MTO示范装置（包括OCP单元）能力约为10吨甲醇/天，将于2009年建成。经济合理性总投资（万元人民币）4595481.090.90占地面积m2145200145200145200国产化程度较高较高注：各工艺技术的投资仅为初步估算。更详细的最终的投资估算将在技术比选阶段完成。通过对比分析主要得出如下结论：(1) 的MTO技术与OCP技术组合方案的单位烯烃产品甲醇消耗与DMTO-II技术相当，比的DMTO技术与的OCT技术组合方案的单位烯烃产品甲醇消耗低；(2) 的MTO技术与OCP技术组合方案比的DMTO技术与的OCT技术组合方案或DMTO-II技术的能耗高；(3) 的MTO技术与OCP技术组合方案的投资比的DMTO技术与的OCT技术组合方案的投资低，但比DMTO-II技术投资高；(4) 石化在比利时Feluy建设的 MTO示范装置（包括OCP单元）以及DICP的DMTO-II示范装置将于2009年建成，采用DMTO技术的煤化工项目计划于2010年投产，这都将为本项目提供可靠的经验数据。1.1.4 推荐采用的技术通过以上对比分析可以看出：DMTO-II技术的原料单耗与的MTO技术与OCP技术组合方案相当,能耗、投资最低，经济性最好；的MTO技术与OCP技术组合方案由于能耗最高，投资也较DMTO-II技术高，导致其经济性次于DMTO-II技术但优于的DMTO技术与的OCT技术组合方案。为了确定下游装置的生产规模，本项目暂以美国的MTO技术与OCP技术组合方案为基础编制可行性研究报告。1.2 工艺流程和消耗定额1.2.1 工艺流程概述1.2.1.1 装置规模和年操作时数甲醇制烯烃（MTO）装置规模为122.4万吨/年（乙烯+丙烯）。年操作时间为7600小时。1.2.1.2 装置组成甲醇制烯烃（MTO）装置由MTO单元、LORP单元和OCP单元三个单元组成。1.2.1.3 原材料、辅助材料的数量和规格甲醇制烯烃（MTO）装置的主要原料、辅助材料消耗如表1.2-1所示。表1.2-1 主要原料、辅助材料、燃料消耗序号名称及规格单位消耗定额消耗量备注/吨（乙烯+丙烯）小时量年量一原材料1甲醇95%（wt）t2.77 446.903396400二催化剂及化学品1碱液20%（wt）t0.014 2.28173282H2(HP)t0.0012 0.1914443MTO 催化剂kg0.455486404其他催化剂kg0.019236905吸附剂kg0.10 16.16 1227906其他化学品kg0.5385.62650690三燃料m3(N)59.176308373244原料甲醇的规格如表1.2-2所示。表1.2-2 甲醇规格表项目新鲜甲醇进料规格色度 (白金-钴) 5高锰酸钾测试30水混溶性测试实验 (1+9)水含量， %（wt） 5甲醇含量，%（wt） 95酸度(CH3COOH) ，%（wt） 0.003碱度 (NH3+),%（wt） 0.0008羰基(CH2O+), %（wt） 0.005蒸发残渣含量, %（wt） 0.0031.2.1.4 产品、副产品数量和规格甲醇制烯烃（MTO）装置的产品、副产品的产量如表1.2-3所示。表1.2-3 产品、副产品量表序号名称规格小时产量(t/h)年产量(10000t/y)送出界区方式备注正常最大正常最大1乙烯99.9%（mol）（最小）68.74 52.24管输2丙烯99.6%（mol）（最小）92.31 70.16管输3PSA尾气4.12 3.13 管输4乙烷混合物3.15 2.39管输5丙烷混合物5.60 4.26管输6C5+汽油混合物6.75 5.13管输聚合级乙烯产品规格如表1.2-4所示。表1.2-4 聚合级乙烯产品规格组成规格乙烯99.9 mol %(最小)甲烷+乙烷1000 ppm-vol(最大)乙炔10.0 ppm-vol, (最大)C3 与重质物50.0 ppm-vol, (最大)甲醇 10.0 ppm-weight, (最大)CO5.0 ppm-vol, (最大)CO210 .0 ppm-vol, (最大)氧含量5.0 ppm-vol, (最大)氢气10.0 ppm-vole, (最大)硫含量(全部的硫化物)2.0 ppm-weight, (最大)水10.0 ppm-vol, (最大)聚合级丙烯产品规格如表1.2-5所示。表1.2-5 聚合级丙烯产品规格组成规格丙烯99.6 vol %, （最小）烷基化物痕量乙烯50 ppm-vol, (最大)乙炔2.0 ppm-vol, (最大)丙二烯+ 丙炔5 .0 ppm-vol, (最大)丁烯+丁二烯5 .0 ppm-vol, (最大)甲醇10 ppm-weight, (最大)硫含量(全部硫化物)1.0 ppm-weight, (最大)氧含量 5.0 ppm-vol, (最大)水10.0 ppm-vol, (最大)CO2.0 ppm-vol, (最大)CO25.0 ppm-vol, (最大)1.2.1.5 工艺流程说明(1) MTO单元1) MTO进料汽化和产品分离区MTO进料汽化与产品分离部分由进料闪蒸罐、氧化物汽提塔、急冷塔、产品分离塔和水汽提塔组成。新鲜甲醇进料从罐区进入。一部分原料进入LORP单元作为溶剂，剩下的甲醇原料在进料-汽提水换热器中加热后，在中间冷凝器中部分气化。闪蒸罐中收集的大部分液相被蒸汽-进料气化器气化。闪蒸罐顶部馏出的气相过热后进入MTO反应器。从进料闪蒸罐底部分离出的液相含有很多杂质被送入氧化物汽提塔。氧化物汽提塔的进料还有来自产品分离单元分离出的一股物流，来自LORP浓缩单元的凝液和从LORP氧化物吸收塔及洗塔返回的物流。氧化物汽提塔的各种进料中包含了有用的甲醇和DME组分，这些组分浓缩在氧化物汽提塔顶部的产品中送入进料闪蒸罐。MTO反应器的流出物进入急冷塔。反应器进料在急冷塔下部用系统内循环的水脱过热。水是MTO反应的副产品，甲醇原料中的大部分氧化物转化成水。急冷塔下部的循环泵也用于洗涤反应器流出物。较重的反应副产物冷凝进入循环物流中。固体也会被洗下来。当下部循环物流中的固体含量达到一定程度时，废水被排出。废水经过催化剂回收，冷却后送入水处理设施。从废水物流中回收的催化剂加入用于MTO反再部分和催化剂回收系统之间收集催化剂的催化剂淤浆循环回路进行回收。MTO反应器流出物含有痕量的将在急冷塔中冷凝的羧酸。为了中和羧酸（醋酸和蚁酸），少量的碱液（氢氧化钠）被注入急冷塔中部的碱液循环回路。含有被中和酸的废水从碱液收集回路中排出与进入废水冷却器的废水物流合并在一起。急冷塔顶部的气相与来自水汽提塔顶的气体一起进入产品分离塔。通过两股液体循环回路的外部冷却脱除热量，大部分副产的水在产品分离塔中冷凝。产品分离塔顶的气相产品送入LORP单元压缩，分馏和净化。来自产品分离塔底的一部分物流送入急冷塔。剩下的塔底物流送入水汽提塔，在那里有用的轻组分被汽提出来返回到产品分离塔。水汽提塔底的副产水部分送出界区，部分至LORP单元作为洗涤水回收氧化物，含有的氧化物的洗涤水返回到氧化物汽提塔。2) MTO反应和再生区本项目的MTO装置将包括两套反应再生系统，两套系统相同，在此只对一套系统的流程进行说明。MTO反应器进料在进料闪蒸罐中汽化后，在过热器中过热后送入MTO反应器中。MTO反应器是快速流化床的流化催化裂化设计。反应器由下部的进料分布器、催化剂流化床和一根出口提升管组成。反应器的上部是主要的气相/催化剂分离区。在反应器提升管出口的初步分离之后，设置了多级旋风分离器完成气固分离。为了维持反应器下部理想的催化剂密度和温度，被分离的催化剂通过循环滑阀连续地从反应器上部循环回反应器下部。MTO反应是放热反应。反应器温度用反应器催化剂冷却器控制。催化剂冷却器通过发生蒸汽脱除反应的热量。蒸汽分离罐和锅炉给水泵是蒸汽发生系统的一部分。在最初的催化剂和气相分离后，催化剂在两段旋风分离器中从反应器流出物中回收。一级旋风分离器位于反应器的上部。二级旋风分离器位于MTO反应器下游的反应器缓冲容器中。反应器流出物在经过催化剂二级回收以后通过发生中压蒸汽在换热器中冷却，然后送入MTO进料汽化和分离部分的急冷塔。焦碳是MTO反应的副产物。因此，为了维持催化剂的活性，催化剂需要连续再生。在待再生催化剂分离器中烃组分从待再生催化剂中汽提分离出来。待再生催化剂通过再生催化剂立管和提升管输送到再生器中。MTO再生器由一个分布器，一个催化剂流化床和多级旋风分离器组成。催化剂再生是放热反应。焦碳燃烧热量通过在再生催化剂冷却器中产生中压蒸汽从再生器中移除。蒸汽发生罐和锅炉给水泵是蒸汽发生系统的一部分。焦碳脱除后，催化剂通过再生催化剂立管送回反应器。再生空气设备由主风机，直接燃烧空气加热器和空气增压机（1064-C2）组成。增压风机为再生催化剂冷却器提供松动风，并将待再生催化剂从反应器输送到再生器。烟气部分由烟气冷却器，烟气过滤器和烟囱组成。来自再生器的烟气在烟气冷却器中通过产生中压蒸汽冷却。来自冷却器的烟气进入烟气过滤器中脱除剩下的催化剂颗粒。通过过滤的烟气送入烟囱。为了减少催化剂消耗，从烟气过滤器回收的催化剂进入烟气粉末分类器。分类器将回收的催化剂按两种范围分离。较大的颗粒循环回MTO再生器，较小的颗粒填埋处理。MTO的反应再生部分设置了新鲜催化剂，再生催化剂和待再生催化剂的储存料斗。(2) LORP单元LORP单元的目的是压缩、冷凝、分离和净化轻烯烃产品。LORP单元由LORP浓缩区、分馏区和制冷区组成。1) LORP浓缩区压缩区由MTO产品压缩机及段间吸入罐和段间冷却器组成。压缩机三级出料冷却器的流出物与DME汽提塔顶馏出物一起送入DME汽提塔进料罐。在该容器中存在着两个烃相和一个水相。液相从气相烃中分离出来。DME在烃的两相中都存在。DME是可利用的副产物，如果被再引入MTO反应器会很容易转化为烯烃产品。因此在DME汽提塔中从烃的气相和液相中都要回收DME。来自DME汽提塔进料罐的液态烃泵送入DME汽提塔，DME从液态烃中汽提出来，循环回DME汽提塔进料罐的入口。DME汽提塔底物料在DME汽提塔底冷却器中冷却至环境温度后送到水洗塔。来自DME汽提塔进料罐的气相进入氧化物吸收塔。在氧化物吸收塔中，用来自MTO单元的水吸收气相中的DME。水与被吸收的DME一起返回到MTO单元。DME回收之后，气相和液相的烃中都含有残留的甲醇。这些物流中的甲醇用水进行回收。吸收水在LORP单元和MTO单元中的氧化物汽提塔间是循环的。MTO液态烃产品在水洗塔中洗涤。甲醇吸收后，水洗塔顶物流进入干燥塔回流罐。来自干燥塔回流罐的烃进入干燥塔提取烃中的水。干燥的烃泵送入SHP单元（选择加氢单元）。SHP单元的进料需干燥，因为水对OCP的催化剂有害。干燥塔顶物流送回到水洗塔贮槽除掉残留的水。来自氧化物汽提塔的气相产品进入碱洗塔。在碱洗塔中，来自OCP单元的二氧化碳和硫化氢从MTO气相中脱除。废碱液在废碱液脱器罐中脱气后送出界区处理。二氧化碳和硫化氢脱除后，为了在低温下脱除水，MTO气相产品在干燥塔进料冷却器中急冷，急冷后的气相送入干燥塔进料缓冲罐。MTO的气相产品干燥的目的是为下游分馏部分的低温工艺做准备。干燥区由MTO产品干燥器和再生设备组成。干燥器使用分子筛脱除全部水。干燥器产品气送入分馏部分的脱乙烷塔。2) 分馏区LORP分馏部分由脱乙烷塔，脱甲烷塔，C2分离塔，脱丙烷塔，ORU单元和一台C3分离塔组成。MTO产品气在脱乙烷塔进料冷却器中急冷后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶气相由C2和轻组分组成。塔顶物流在压缩机中压缩前先在脱乙烷塔冷凝器换热器中加热，然后送入乙炔加氢反应器。在乙炔转换器中，将物料中的副产物乙炔选择加氢为乙烯。防护干燥器用于脱除转换器流出物中的痕量副产品。乙炔转换单元的流出物进入脱乙烷塔回流罐。回流罐液相回流至脱乙烷塔，而脱乙烷塔回流罐顶部气相进入脱甲烷塔进料冷却器中用丙烯冷剂冷却后送至脱甲烷塔。脱甲烷塔将轻质不纯物从混合的C2物流中脱除。脱甲烷塔顶物流送入PSA单元回收C2组分循环。PSA尾气送入燃料气系统。在C2分离塔中乙烯与乙烷分离。分离塔顶馏分乙烯进入乙烯储存罐。分离塔底乙烷在燃料气气化器中气化后进入燃料系统。脱乙烷塔底物流进入脱丙烷塔。在脱丙烷塔中混合的C3组分与C4+物料中分离出来。脱丙烷塔顶物流进入氧化物回收单元。ORU是脱除痕量氧化物的液相吸收工艺。ORU包括惰性气再生设备。ORU处理后，脱丙烷塔顶物流进入C3分离塔。脱丙烷塔底物流正常情况下进入OCP单元的SHP反应器，OCP单元不操作时送入罐区。在C3分离塔中丙烯与丙烷分离。分离塔塔顶丙烯产品用泵送罐区储存。分离塔底的饱和丙烷产品送入罐区。3) 制冷区LORP单元的轻烃需要在低温，高压下冷凝和分离。MTO装置的丙烯产品是很好的冷剂。制冷区由一台多级离心制冷压缩机，段间吸入罐，冷凝器和缓冲罐组成。丙烯冷剂用于LORP单元的各种冷却器，冷凝器和再沸器。(3) OCP单元1) 选择加氢工艺区SHP（选择加氢工艺）区的进料由LORP脱丙烷塔底物流，LORP干燥塔塔底物流和OCP脱丙烷塔底物流组成。SHP单元用于给OCP单元的新鲜和循环进料中的二烯烃和乙炔加氢。二烯烃和乙炔会导致OCP反应器中催化剂的积碳过多。循环物流中的二烯烃在OCP加热炉中的加热时产生。循环物流的选择加氢用于防止通过OCP加热时二烯烃含量增加累积。SHP混合进料物流通过联合进料水冷器冷却。氢气通过氢气混合喷嘴加入组合进料，然后在静态混合器中混合，静态混合器给SHP反应器提供全混的氢/烃进料。氢气的加入比例依选择性加氢单元进料中的二烯烃和乙炔数量决定。SHP反应器流出物进入下游OCP单元。2) OCP组合进料换热器，加热器，反应器区OCP单元进料进入OCP进料汽化器/联合进料汽化罐，汽化的物料在联合进料过热器中过热。OCP联合进料进入进料加热器以达到反应器入口需要的温度。加热器流出物进入在线的OCP反应器。OCP单元有两台径向流反应器。当一台反应器再生、备用时，另一台反应器在线。整个反应是吸热反应。反应器流出物在进入OCP产品回收部分前先在裂解气冷却器中冷却。3) OCP蒸汽发生区来自进料加热炉辐射部分的废热通过产生中压蒸汽回收，中压蒸汽送入蒸汽管网。4) OCP催化剂再生区在催化剂表面慢慢积聚的焦碳必须通过再生脱除。催化剂通过碳燃烧恢复催化剂活性得以再生。5) OCP产品回收区被冷却的OCP反应器流出物进入裂解气压缩机吸入罐。罐顶气相在裂解气压缩机一级中压缩后进入循环塔。可以选择循环塔的操作条件来控制塔顶物料中的C4和C6含量。循环塔底的C6+物料与裂解气压缩机吸入罐的液体混合，冷却后进入界区外的罐区。循环塔顶的物料在循环塔冷凝器中冷却。汽液两相在循环塔回流罐中分离，气相在裂解气压缩机二级中压缩，液相回流或循环使用。裂解气压缩机二级出料进入OCP脱丙烷塔。脱丙烷塔顶的产品进入LORP浓缩部分的碱洗塔。脱丙烷塔底物流一部分循环回SHP单元，一部分进入石蜡烃分离塔。石蜡烃分离塔顶的丁烷和塔底的C5+产品分别进入罐区储存。1.2.2 物料平衡说明甲醇制烯烃（MTO）装置的物料平衡如表1.2-6所示。表1.2-6 MTO装置物料平衡表物料名称每小时消耗（t/h）每年消耗（10000t/y）进入装置的物料甲醇446.90339.64氮气0.180.14蒸汽3.172.41氢气0.190.14碱液2.281.73脱氧水0.270.20合计453344出装置的物料乙烯68.7452.24丙烯92.3170.16PSA尾气4.123.13乙烷混合物3.152.39丙烷混合物5.604.26C5+汽油混合物6.755.13废水71.9254.66MTO副产水循环使用189.55144.06废碱液4.623.51MTO催化剂结焦6.885.23合计4533441.2.3 工艺消耗定额甲醇制烯烃（MTO）装置的公用工程消耗如表1.2-7所示。表1.2-7 公用工程消耗序号名称规格 单位消耗定额消耗量备注每小时每年1电高压kW192.71 31036.00 235873600低压kW39.22 6317.00 480092002蒸汽10MPa（G）t1.00 160.70 12213204.2MPa（G）t0.91 146.20 11111201.7MPa（G）t0.93 149.72 11379100.4MPa（G）t-0.36 -58.21 -4423963脱盐水t2.16 346.97 26369704凝液t-4.50 -724.82 -55086245冷却水t187.14 30139.00 2290564006MTO副产水循环使用t-1.18 -189.55 -14406167氮气1.2MPa（G）m3（N）224.71 36190.46 2750474808仪表空气m3（N）17.18 2757.13 209541809工厂空气m3（N）17.18 2757.13 209541801.3 甲醇制烯烃（MTO）装置工艺设备技术方案1.3.1 概述本章主要介绍本项目甲醇制烯烃（MTO）装置内的设备配置情况和设计要求。本装置共有设备408台(套)，其中静设备293台（套）（203个位号），机泵115台（套）（55个位号）。详见表6.3-1主要设备分类汇总：表1.3-1 主要设备分类汇总序号类型材质台数金属重（吨）合计备注国内供货国外供货 台数金属重（吨）1静设备非定型设备反应器642288再生器22塔器2323换热器887315容器6060其它1091018工业炉反应炉5加热炉552动设备压缩机往复式115离心式514泵往复式1010离心式967224风机422其它机泵3其它4合计4084081.3.2 国产与进口设备供货的总体原则具体内容详见第一卷第三章3.4节。1.3.3 关键设备方案比选1.3.3.1 静设备(1) 关键静设备1) 专利设备专利商要求对装置中使用的专利技术进行保护，专利商指定以下设备和部件要进行专利技术保护。序号设备名称1反应器催化剂冷却器2再生器催化剂冷却器3OCP反应器內件2) 限制来源设备本装置部分设备为专利商限制来源的设备，这样可以保证项目的进度和设备的质量。本装置的少量材料由于国内没有对应的牌号需要从国外引进。本装置共有23台限制来源设备。序号设备名称1联合进料换热器2废气过滤器3反应器旋风分离器4再生器旋风分离器5缓冲罐旋风分离器3) 超限设备根据专利商目前提供的资料，超限设备详见表6.3-2：表1.3-2 超限设备表序号名称超限内容解决办法备注1氧化物汽提塔超高现场组焊2急冷塔超大超重现场组焊3产品分离塔超大超重现场组焊4脱甲烷塔超重现场组焊5C2分离塔超高超重现场组焊6循环塔超重现场组焊7C3分离塔超大超高超重现场组焊8脱C3塔超高超重现场组焊9反应器超大超高超重现场组焊10再生器超大超重现场组焊11反应器缓冲罐超大现场组焊12进料闪蒸罐超大现场组