甲醇制烯烃项目可行性实施报告

1、.目录1. 项目背景及建设意义. .21.1项目背景 . .21.2建设意义 . .22. 需求预测及拟建经济. .32.1项目拟建 .32.2产品方案 . .32.3主要物料规格及消耗 .43. 厂址的选择及厂区的规划 . .43.1厂址概况 .43.2厂址选择 .43.3厂址布置 . .54. 主要的工艺及设备的选型 . .54.1工艺路线的确定 . .54.1.1生产规模 .54.1.2原料及产品 .64.1.3工艺路线的比较 .74.1.3.1 ExxonMobil的 MTO工艺 .74.1.3.2 UOP/Hydro 公司的 MTO工艺 .84.1.3.3大连化物所的 DMTO工艺

2、.94.1.3.4上海化工研究院的 SMTO工艺 .104.1.3.5鲁奇（ Lurgi）公司的 MTP工艺 .104.1.3.6结论 . .114.2工艺流程 . .124.2.1流程简述 .124.2.2工艺流程描述 . .134.2.3反应工段 . .134.2.4分离工段 . .144.3设备计算与选型 . .154.3.1反应器的设计 .154.3.1.1反应器操作条件 .154.3.1.2催化剂的装填量 .174.3.1.3反应器的直径.174.3.2设备选型 . .184.3.2.1塔板的选择 .184.3.2.2塔整体结构设计 .185. 项目经济效益评价 . .21.1. 项

3、目背景及建设意义1.1 项目背景（ 1）乙烯是现代化工的基础，而我国的乙烯需求逐年增大，且增速快，到2016 年需求量高达 3700 万吨。（ 2）低碳烯烃市场广阔，需求量大，但长期以来国内自给率只有50%左右，需要进口大量的石油作为原料用于制取低碳烯烃。（ 3）中国的甲醇生产能力快速增长，市场出现过剩局面，需要产业转化。1.2 建设意义近十年来，随着我国国民经济的发展及对低碳烯烃需求的日渐攀升，作为乙烯生产原料的石脑油，轻柴油等原料资源 , 面临着越来越严重的短缺局面。中国当前能源矿产结构特点是多煤、少气、缺油。再加上我国去年原油进口量已达加工总量的三分之一，以乙烯、丙烯为原料的聚烯产品仍将

4、维持相当高的进口比例。根据我国煤炭资源相对较为丰富，且价格相对低廉的特点，在煤炭资源丰富的地区，加快了该工艺的工业应用，实现乙烯生产原料多元化，目前我国石脑油和轻柴油等原料资源短缺，如果还是以它们作为低碳烯烃生产唯一原料来源，来满足我国每年对低碳烯烃的增产需求显然不行，必须找到一种新的方法。如果在我国煤炭资源丰富的地区，加快MTO工艺的工业发展，实现以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃生产原料多元化，不失是解决我国石油资源紧张，促进我国低碳烯烃工业快速发展的最有效途径，也有利于实现我国内地产煤大省实现煤炭资源优势转化。煤制烯烃将大大降低对传统方式生产烯烃的需求，等同于提高了单位原油的汽柴油产量，在确保

5、中国能源安全方面具有更为积极的意义。乙丙烯项目的建设对于促进下游产品发展，活跃市场、繁荣经济、提供社会就业机会等方面，都会起到十分重要的作用。.2. 需求预测及拟建经济2.1 项目拟建本项目为武汉一煤化公司新建一MTO（甲醇制烯烃）分厂。该煤化公司年产140 万吨甲醇，将 30 万吨甲醇用于生产烯烃。以焦炉气制得的甲醇为原料，经 Co-SAPO-34催化合成，再经分离、提纯后得到 8 万吨的乙烯（体积分数 99.95%）、2.7 万吨的丙烯（体积分数 99.2%），并副产 1499 吨的乙基叔丁基醚（质量分数 97%）。全过程无三废产生，绿色环保。本项目注册资金为 32064.389 万元人民

6、币，由总公司注入部分自有资金， 并通过武汉市政府向银行贷款筹措资金 16000 万元人民币。项目建设进度在考虑建设过程中的各环节时间安排情况和干扰因素的影响， 建设期为 2 年，投资回收期3 年。2.2 产品方案本厂产品主要是优等品乙烯、一等品丙烯，及由副产物C4利用得到的乙基叔丁基醚。具体产品方案如表2.1 所示。表 2.1产品方案产品名称本厂规格 （体积分数）产量（吨 / 年）单价（元 / 吨）乙烯99.95%800007500丙烯99.2%2700010950乙基叔丁基醚97%149936000.2.3 主要物料规格及消耗表 2.2主要物料规格及消耗序号原料规格数量1甲醇一等品30万吨

7、/ 年2催化剂 Co-SAPO-34工业级293吨/ 年3单乙醇胺工业级87.4 吨/ 年4乙醇工业级1152吨 / 年5催化剂 树脂工业级91.1 吨/ 年3. 厂址的选择及厂区的规划3.1 厂址概况长江工业园区位于湖北省武汉市，是湖北省重点发展区域之一。长江工业园区规划开发面积 161.06 平方公里，集产业物流、产业发展、行政商住三大功能于一体。长江工业园区拥有得天独厚的区位优势， 交通网络四通八达，地理位置优越。目前长江工业园区已经形成了石油化工、 机械制造、汽车零部件、生物制药、基础建材、粮食深加工、食品加工等工业体系。3.2 厂址选择厂址选择在长江工业园区，它是湖北省重点发展区域之

8、一。长江工业园区煤炭资源丰富，拥有得天独厚的区位优势，交通网络四通八达，地理位置优越，拥有大量未开发的土地资源， 有利于发展煤化工产业。 工业区内已有煤化工综合企业，基础设施健全。.3.3 厂址布置全厂总平面布置分为生产区、储运区、辅助生产区及办公生活区，总占地面积 161.06 平方公里。全厂俯视图如图3.1 所示：图 3.1全厂俯视图4. 主要的工艺及设备的选型4.1 工艺路线的确定本节介绍了煤基甲醇制取低碳烯烃及C4利用的具体情况，通过比较不同的方法来确定本厂的工艺路线，并简要阐述了本厂工艺流程及特点。4.1.1 生产规模本设计为某一煤化公司拟建一套年处理30 万吨煤基甲醇制取低碳烯烃

9、（MTO）生产装置，年产8 万吨聚合级乙烯，联产2.7 万吨丙烯，另合成乙基叔丁基醚1499 吨。.4.1.2 原料及产品本设计采用甲醇为原料制取乙烯和少部分丙烯，副产丁烯。乙烯和丙烯作为产品直接销售，而副产物 C4则可作为原料与乙醇进一步合成乙基叔丁基醚（ETBE）产品。甲醇（ Methanol ）在常温常压下为无色澄清易挥发液体，微有乙醇样气味，能与多种化合物形成共沸混合物。能与水、乙醇、乙醚、苯、酮类和其他有机溶剂混溶。溶解性能优于乙醇， 能溶解多种无机盐类， 相对密度 0.7915 ，熔点 - 97.8 ，沸点 64.7 ，折光率 1.3292 ，闪点 12 。易燃，蒸气能与空气形成爆

10、炸性混合物，爆炸极限 6.0%36.5%(体积 ) 。有毒，一般误饮 15 ml 可致眼睛失明，致死量为100-200 ml 。乙烯（ Ethylene ），分子式 C2H4，结构式 CH2=CH2，相对分子质量 28.05 。无色可燃性气体。熔点 -169.4 ，沸点 -103.7 ，液体密度 0.5699g/cm 3，闪点 -66.9。溶于醇和醚，难溶于水。具有烃类特有的臭味，属低毒类气体。乙烯与空气混合形成爆炸性气体，爆炸极限3.1%-32.0%。丙烯 (Popylene) ，分子式 C3H6，结构式 CH3-CH=CH2，相对分子质量 42.081 。无色气体。熔点 -185.2 ，沸

11、点 -47.8 。液体相对密度 d420=0.5139 。溶于水和醇。丙烯与空气混合，可形成爆炸性气体，爆炸极限为2.0% -11.1%。高浓度时对人有麻醉性。丁烯（ Butylene ），分子式C4H8，有四种异构体：正丁烯包括1- 丁烯（ CH3CH2CH=CH2）和 2- 丁烯（ CH3CH=CHCH3），异丁烯（ CH3C(CH3)=CH2）；有顺式和反式。丁烯各异构体的理化性质基本相似， 常态下均为无色气体，不溶于水，溶于有机溶剂。 易燃、易爆。正丁烯有微弱芳香气味。 分子量 56.1 ，密度 0.5951 g/cm3(20/4 ) 。异丁烯有不愉快臭味。爆炸极限为 1.8%-9.6

12、%，沸点 -6.90 。丁烯各异构体毒性相似，均属低毒类。乙基叔丁基醚（ Ethyl Tertiary Butyl Ether，简称 ETBE），分子式C6H14O，结构式 C2H5OC(CH3)3，相对分子质量为102.18 。无色透明液体。水中溶解度 1.2g/100 ml(20 ) ，密度 0.75 g/cm 3，熔点 -94 ，沸点 70 ，折光率 (n20D)1.3750 ，闪点 -19 。 ETBE 是一种性能优良的高辛烷值汽油调和组分，是美国法定的汽油改良剂（包括甲基叔丁基醚、乙醇和乙基叔丁基醚）的.一种。4.1.3 工艺路线的比较用以甲醇为代表的含氧有机物为原料制取以乙烯和丙烯

13、为主的低碳烯烃的典型工艺有 ExxonMobil MTO 工艺、美国 UOP公司和挪威 Norsk Hydro 公司（以下简称 UOP/Hydro公司）合作开发的MTO工艺、大连化学物理研究所的DMTO工艺、上海化工研究院的SMTO工艺以及鲁奇（ Lurgi ）公司的 MTP工艺等。这些工艺的原料基本相同，只是催化剂各具特色，目的产品有所不同。4.1.3.1 ExxonMobil的 MTO工艺MTO反应器的高效化是MTO工业放大过程中的重点和难点， UOP/Hydro的 MTO工艺及大连化物所的 DMTO工艺都采用的是床层式流化床反应器，如果具有高活性、短接触时间的 MTO催化剂，则可以借鉴流

14、化催化裂化（ FCC）工艺经验，将MTO反应器向提升管发展。 ExxonMobil 公司在这方面做了很多工作， 1980 年提出外换热式密相流化床反应器， 2000 年后相继提出单提升管式反应器、双提升管式反应器和多提升管式反应器。但提升管反应器用于MTO反应，会遇到很多问题，如提升管轴向温升难以控制，可能需要液体甲醇进料，要求催化剂强度高、活性高、停留时间短，存在气固滑落系数的问题，积炭的控制较难等。1999年， ExxonMobil 公司在其 Baytown 研究中心建设了一套60吨/ 天的MTO试验装置，该装置是一套全流程的MTO系统，包括深冷分离系统和聚烯烃系统。该装置于2004 年建

15、成，其规模是UOP/Hydro MTO中试装置的80 倍，与UOP/Hydro MTO中试装置一样采用流化床反应- 再生系统，催化剂采用SAPO-34分子筛，产品乙烯和丙烯碳基选择性达到80%，乙烯与丙烯比例约为1。同时，MTO 试 验 装 置 配 套 烯 烃 转 化 成 汽 油 和 馏 分 油MOGD(MObil OlefintoGasoline/distillates)工艺，可将 MTO产品中的聚合级低碳烯烃转化为汽油和馏分油。据文献报道，通过MTO与 MOGD工艺的集成， 60 吨 / 天甲醇进料规模的试验装置每天可生产约24 吨的富含烯烃汽油， NOx 二排放量仅为石脑油裂解工艺的 4

16、9%， CO2排放量仅为石脑油裂解工艺的53%。.4.1.3.2 UOP/Hydro公司的 MTO工艺美国环球油品公司 (UOP)和挪威海德鲁 (Hydro) 公司开发 UOP/HydroMTO工艺。该工艺对原料甲醇的适用范围较大，可以使用粗甲醇 ( 浓度 80%-82%)、燃料级甲醇 ( 浓度 95%)和 AA 级甲醇 ( 浓度 99%)。工艺采用流化床反应器和再生器设计。其反应温度由回收热量的蒸汽发生系统来控制， 失活的催化剂被送到流化床再生器中用空气烧除积碳再生， 并通过发生蒸汽将热量移除， 然后返回流化床反应器继续反应。由于流化床条件和混合均匀催化剂的共同作用， 反应器几乎是等温的。未

17、凝气体压缩后进入碱洗塔，以脱除 CO2，之后进入干燥器中脱水后进入后续分离工段。由于反应物富含烯烃，只含少量的甲烷，故流程选择前脱乙烷塔，而省去前脱甲烷塔，节省了投资和制冷能耗。当 MTO以最大量生产乙烯时，乙烯、丙烯和丁烯的收率分别为 46%、30%、9%，其余副产物为 15%。1995年， UOP/Hydro公司在挪威建成一套甲醇加工能力0.75 t/d的示范装置，连续平稳运转90 多天，甲醇转化率接近100%，乙烯和丙烯的碳基质量收率达到 80%。催化剂再生次数超过450 次，其稳定性和强度得到一定的验证。近几年，UOP/Hydro公司合作开发 MTO与碳四烯烃裂解的集成工艺， 以最大化

18、生产丙烯，并推出Advanced UOP/Hydro MTO工艺。该工艺中除了集成碳四催化裂解生产丙烯工艺外， UOP公司对原有的第一代MTO-100催化剂也进行了一定的改进，催化性能有所提高，P/E 比可在 1.0-2.1变化，乙烯和丙烯的总收率为85%-89%，低碳烯烃收率提高15%-20%。MTO工艺的关键之一是催化剂， 包括催化剂的活性、选择性、耐磨性和稳定性等。目前，UOP公司在致力于开发第三代和第四代 MTO催化剂，且在实验室已经研发成功， 反应性能再次大幅提高， 现处于工业生产放大试验阶段。流程图如图 4.1 所示：.图 4.1 MTO 工艺流程示意图4.1.3.3大连化物所的

19、DMTO工艺20 世纪 80 年代，中国科学院大连化学物理研究所已开始了对 MTO工艺的研究， 90 年代大连化学物理研究所发明了以三乙胺 (TEA)和二乙胺 (DEA)为模板剂及用三乙胺（ TEA）加四乙基氢氧化铵 (TEAOH)为双模板剂制备 SAPO分子筛的经济实用方法，采用流化床反应器进行了以小孔 SAPO-34和改性 SAPO分子筛为催化剂的甲醇 / 二甲醚制乙烯 (DMTO法 ) 技术研究。与传统合成气经甲醇制低碳烯烃的 MTO相比较，该工艺甲醇转化率高，建设投资和操作费用节省50%-80%。其自行研制的催化剂DO123价格低廉，具有较强的市场竞争力。2006年 2 月，由中科院大

20、连化学物理研究所与陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司、中国石化集团洛阳石化工程公司合作在陕西华县建成的世界上第一套万吨级甲醇制取低碳烯烃规模的 DMTO工业化示范装置试车成功，在规模为甲醇处理量 50 t/d 的工业化装置上甲醇转化率大于 99.8%，乙烯、丙烯选择性大于 78.16%，累积平稳运行近 1150 h 。流程图如图 4.2 所示：.图 4.2 DMTO 工艺流程示意图4.1.3.4上海化工研究院的SMTO工艺上海石油化工研究院于 2000 年开始进行 MTO技术的开发。 2004-2006 年，SAPO-34分子筛工业放大生产成功。 2005-2006 年，采用新型干燥方法的 M

21、TO流化床催化剂制备成功，其价格低廉，催化性能优异，粒度分布类似于 FCC催化剂，而强度优于 FCC催化剂。 2003-2006 年，上海石油化工研究院详细研究了MTO反应的反应行为、失活行为和积炭行为等， 并于 2005 年建立了一套 12 吨/ 年的 MTO循环流化床热模试验装置，将实验室研究的结果在该试验装置上进行了验证。SMTO-1催化剂在该试验装置上平稳运行 2000 h ，催化剂物性未见明显变化，甲醇转化率大于 99.8%，乙烯和丙烯碳基选择性大于 80%，乙烯、丙烯和 C4 碳基选择性超过 90%。4.1.3.5鲁奇（ Lurgi ）公司的 MTP工艺德国鲁奇 (Lurgi)公司

22、在 20 世纪 90 年代开始研究甲醇制丙烯技术，鲁奇公司开发的 MTP工艺，其主要产物为丙烯，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，被公认为是目前从天然气通过甲醇生产丙烯费用最低的方法。 该工艺采用德国南方化学公司(Sudchmie) 研究开发的改性ZSM-5分子筛催化剂，该催化剂丙烯选择性高、结焦少、丙烷产率低，已经实现工业化生产，并且积碳量小 (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 ) 。.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。 2002 年 1 月

23、鲁奇公司在挪威与TJeldbergodden 甲醇联合企业合作建立了工业演示装置，设计能力为甲醇进料量360kg/h ，装置正常运转了 11000 h，甲醇转化率大于99%，丙烯的总碳收率约为71%，生焦率小于 0.01%，催化剂再生周期 500-600 h 。流程图如图 4.3 所示：图 4.3 MTP 工艺流程示意图4.1.3.6结论本节通过各个阶段各种流程的比较，确定本项目体系采用DMTO工艺技术，以钴改性 SAPO-34分子筛为催化剂，反应温度 450 ，操作压力 1.7 MPa，甲醇空速 20 h-1 ，以单乙醇胺作为碱洗塔吸收剂，后续分离则采用前脱乙烷流程，过程中结合相关技术专利进

24、行甲醇/ 二甲醚的回收。副产品C4组分进行综合利用，与乙醇反应合成乙基叔丁基醚。.4.2 工艺流程4.2.1 流程简述本项目采用甲醇制烯烃工艺， 其主要产物是乙烯（CH2CH2）和丙烯 (CH3CHCH2)。原料甲醇经过加热器和压缩机处理后， 将其通入流化床反应器反应， 得到目标产物乙烯、丙烯和其他烃类物质的混合气体。 混合物将进入分离工段进行分离和提纯。首先将产物通入急冷塔， 在混合物降温的同时将反应中生成的水从产物中分离出来。将经过急冷塔后的气体通入三相分离器中， 上部得到含有少量杂质的目的产物乙烯和丙烯的低碳烃气相，液相上层为主要含有丁烷（C4H10）和异丁烯（ (CH3) 2CCH2）

25、的油相，下层得到水和二甲醚为主的物料。其中的油相进入 C4利用工段，与乙醇进一步反应生成乙基叔丁基醚； 水相经进一步分离后， 含氧化合物循环回收，大量水作为工业用水利用。低碳烯烃产物进行碱洗、干燥，以进一步去除 CO2和 H2O。然后经过脱乙烷塔精馏后， 由塔顶得到甲烷、 乙烷和乙烯的混合物；由塔釜得到丙烯和丙烷。 塔顶馏分再经过脱甲烷精馏塔和乙烯精馏塔后得到摩尔分数 99.9%的乙烯；塔釜馏分再经过乙烯精馏塔后得到摩尔分数 99.8%的丙烯。本流程中涉及的反应方程式如下：主反应：2CH 3OHCH 3OCH 3 +H 2OCH3OCH3CH2C2+HH 2O3CH 3OCH2C3H6+3H

26、2O副反应：2CH OCH3(CH3) CCH +2H2O3224CH 3OCH 3CH 4+CO2+2C3H8+2H 2O3CH3OCH 3CH 4+CO2+2C2H6+H2O5CH3OCH 3CH 4+CO2+2(CH 3) 3CH+3H 2O.4.2.2工艺流程描述本 MTO项目工艺可划分为 MTO反应 - 预分离单元和烯烃分离单元。在 MTO反应 - 预分离单元，粗甲醇在流化床反应器内反应生成乙烯，丙烯等多种烃类及含氧化合物，并经急冷，气提，送至烯烃分离单元。在烯烃分离单元，经系列精馏操作，最终得到聚合级乙烯与丙烯产品。图 4.4工艺流程简图4.2.3反应工段原料甲醇进料的初始参数是

27、20 ，0.1 MPa的大气压，进料量是 1302 kmol/h 。原料甲醇经过换热器换热， 温度达到 400 ，全部转化为气体， 再通入压缩机增加至 0.17 MPa，温度上升到 457.7 。此时甲醇达到了反应要求的温度和压力。将甲醇通入反应器， 在 Co改性的 SAPO-34 的催化剂作用下甲醇转化为低碳烯烃乙烯和丙烯。甲醇的转化率达到 100%。主要产物乙烯产量 298.1 kmol/h ， 丙烯产量 207.36 kmol/h ，出料温度是 450 ，压力为 1.7 MPa。因为产物中含有多种杂质，需要对其进行分进一步的分离。 将产物先通入透平机降压至 0.05 MPa，.然后在通入

28、急冷塔降温至 30 。然后通入闪蒸塔内进行气液分离，闪蒸塔的操作条件是 30 ， 0.5 个大气压。气相轻烃进入下一设备，液相为水和中间产物二甲醚，该液相物流可循环利用。轻烃经过压缩机压缩到0.2 MPa，冷却后通入三相分离器，上部得到气态的乙烯和丙烯，去后续分离工段；中间油相为 C4及以上烃类，进入 C4利用工段。MTO反应 - 预分离单元流程图如图4.5 所示：图 4.5 MTO 反应 - 预分离单元流程图4.2.4分离工段由于烯烃产物中混有 CO2 和 H2O，因此将烯烃通入碱洗塔脱除 CO2，然后在通入干燥塔进行脱水， 最后进入低碳烯烃分离工段。 整个工段由脱乙烷塔、 脱甲烷塔、乙烯塔

29、和丙烯塔组成。 干燥的烯烃产物先经过加压冷凝， 使之温度达到 -25 ，然后将其进入脱乙烷塔进行 C2/C3 分离，塔顶出料温度为 -14.58 ，压力 0.08 MPa，组成为 1.7%甲烷和 95.03%乙烯。塔底出料温度为 66.66 ，压力 2.89 MPa，组成为 97.27%丙烯和 2.5%丙烷。脱乙烷塔塔顶的物料再通入冷凝器降温至 - 130，压力变为 3.45 MPa，然后通入脱甲烷塔，塔顶出料温度为 -106.63 ，得到 99.99%的甲烷，塔底出料温度为 -27.42 ，得到 96.72%的 C2 烃，直接去乙烯塔分馏得到纯度 99.99%以上的乙烯产品。脱乙烷塔塔底的物

30、料经过冷凝器.降温至 10 ，在经过透平机降压至1.25 MPa，此时再将物料通入丙烯塔，塔顶出料为液相丙烯，纯度为99.8%，塔底出料为液相丙烷。烯烃精馏单元流程图如图4.6 所示：图 4.6烯烃精馏单元模拟流程图4.3 设备计算与选型4.3.1 反应器的设计4.3.1.1反应器操作条件（ 1）处理能力：甲醇气相进料为 30 万吨 / 年，按年生产时间 7000 h 计，甲醇进料为 42.9 t/h 。（ 2）进料条件：对 MTO反应，原料采用粗甲醇，一方面节省了上游甲醇生产单元的甲醇精制费用，另一方面，水蒸汽可以作为稀释剂，提高催化剂对乙烯、丙烯的选择性。设原料中甲醇摩尔分数为 0.67

31、，进料条件如表 4.1 所示：表 4.1原料进料条件组成摩尔流量kmol/h质量流量 t/h.甲醇130342.9水651.511.7进料温度457.5 进料压力0.17MPa（ 3）催化剂的选择甲醇制烯烃过程中， 需要在分子筛的择形催化作用下进行。分子筛是一类天然或人工合成的沸石型结晶硅铝酸盐。化学通式是Mx/n(AlO 2)x ? (SiO 2 )yO，式中 M代表化合价为 n 的金属离子，通常有+2+Na、K 、 Ca 等。? mH2很多分子筛都可用于甲醇制烯烃的催化剂活性组分。 截至目前，在 MTO的催化反应过程中，以 SAPO-34分子筛的性能最佳。 SAPO-34分子筛是一种磷酸硅

32、铝微孔晶体，属于三方晶系，具有三维孔道结构，孔口直径约为 0.43 mm，具有强选择性，对低碳烯烃具有高选择性。但是，由于 MTO反应是典型的酸催化反应过程， SAPO-34在 MTO工艺中容易积炭失活，寿命比较短。因此可以通过各种改性方法来延长催化剂的试用寿命，并且能够进一步提高低碳烯烃的选择性。 因此本项目采用钴 (Co) 改性的 SAPO-34 催化剂。（ 4）操作温度的选择表 4.2反应温度对 SAPO-34催化活性的影响反应乙烯摩尔丙烯摩尔分乙烯 /丙烯甲醇转化率 %反应时间 min温度分数 %数%375.037.0342.450.87100.0200425.049.1835.181

33、.40100.0275475.052. 5026.811.96100.0195525.059.7825.062.39100.0150反应温度的改变不仅显著带来了甲醇转化率的变化，更同时带来了各烃类产物分布的改变。 甲醇转化率随着温度的升高呈现出一种非线性的变化趋势，因此可以推测采用幂级数型的动力学方程进行数学拟合。各烃类产物的变化趋势各有不同，甲烷和乙烯生成随着反应温度的升高变得显著，而丙烯和丁烯呈现出相反.趋势，推测是由于不同产物生成速率即活化能大小的差异造成的。最后通过比较，本设计采用450 作为反应温度。（ 5）操作压力的选择操作压力对低碳烯烃的选择性有较大的影响。 随着压力的提高， 乙

34、烯、丙烯量下降幅度较大，丁烯基本不变，而 C+ 烃量却显著增加。这可能是因为提高压力使反应平衡朝烯烃分子聚合的方向偏移。 因此欲得到较高的低碳烯烃收率， 应尽量避免采用过高的操作压力，在绝对压力不超过1.5kg/cm2 时操作是较适宜的。4.3.1.2催化剂的装填量4甲醇的进料速率： G30 1042.9t / h7000W42.9 t/h甲醇的质量空速-12.15 t,WHSV=20h，则反应器中催化剂的量：20 / h考虑 20%的设计余量，反应器催化剂装填量可取2.58 t 。4.3.1.3反应器的直径甲醇的摩尔流率 :3046n10 10g / a372 .0 mol/s32 g /

35、mol( 70003600 ） s/a反应器的分离段，为了保证旋风分离器的分离效率，取气速为0.6 m/s，同时， MTO反应后，气相体积膨胀，取膨胀因子为1.3 ，考虑稀释剂的存在，稀相区气体总流率为(372.0 1.3 +181.0) 8.314 (457.7 +273）31.7 106= 2.37 m/ s反应器稀相区直径为：2.732.41m0.60.785若考虑加衬里厚 200mm，可取稀相区内径为 3 m。床层的压降可以用催化剂装填量估算，对于2.58 t 的催化剂，取流化床平均内径为 1 m，则床层压降为：.2.5810 39.80.032MPa0.78512106可见流化床压降

36、较小，底部反应密相区的平均压力可取1.71MPa，操作气速为 0.8 m/s 。则密相区直径为：（372.01.3 181.0） 8.314（457.7273） 1.94m1.711060.7850.8若考虑加 200 mm，可取密相区内径为2.2 m 。4.3.2设备选型4.3.2.1塔板的选择乙烯的分离生产能力大，分离要求高。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、制造、维修等，选用较为成熟，目前广泛使用的浮阀塔板。4.3.2.2塔整体结构设计(1) 塔高估算 有效传质高度估计全塔效率，乙烯 - 乙烷体系的相对挥发度为1.46 ，则乙烯精馏塔全塔效率 :ET0.49(L ) 0.245

37、=90.0%则实际板数 NN T1 =132.2 ，取 N =133，进料位置为第 76 块塔板，精馏ET段共 76 块塔板，提馏段共57 块塔板。有效传质高度Z =（133 1） 0.55=72.6 m 塔顶部空间高度为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，取塔顶部空间高度H1 =1.5 m 。 塔底部空间高度为保证进料有一定的缓冲容量，取釜液停留时间为3 min，则塔底部空间.高度H 2461.65.4 m0.7853212 裙座高度H 3 =2.0 1.5 D /2=3.35 m故乙烯精馏塔总高H =72.6 1.5 5.4 3.35=83 m(2) 塔盘机械结构设计 塔盘板塔盘是由气液接触

38、元件、塔盘板、受液盘、溢流堰、降液管、塔盘支持件以及紧固件等组成的。本设计中，由于塔径较大，采用分块式塔盘。常见的塔盘板形式有平板式、 自身梁式和槽式。 自身梁式使用模具冲压而成的，由于板梁合一，因此简化了塔盘的结构，又增加了刚性。实际工业上多采用自身梁式塔板。本设计中采用自身梁式塔盘板，并用中间受液盘代替主梁。 塔盘的支撑和连接采用支持圈焊在塔内壁上， 用以支持塔盘板和降液板， 支持圈宽度取 60 mm，厚度取 10 mm。分块塔板之间的常用坚固件是螺栓和椭圆垫片， 一般使用上下均可拆卸结构，并且考虑到螺栓的生锈腐蚀将会造成拆卸困难， 因此设计中规定螺栓的材料为铬钢或者铬镍不锈钢。 降液管和受液盘采用可拆卸式倾斜降液管，用焊在塔壁上的连接带以及可拆卸