65万吨／年煤基甲醇制烯烃分离工艺选择.docx

1、65万吨/年煤基甲醇制烯炷分离工艺选择孙申智（青岛科技大学化工学院，山东青岛266042）摘要：论文研究了65万吨/年煤基甲醇制烯炷分离工艺工艺原理，通过AspenPlus流程模拟软件模拟分析UOP精施分离工艺和PROA吸收分离工艺两种分离工艺的工艺流程，对比评估，结果表明PROA吸收分离工艺为65万吨/年煤基甲尊制烯炷更优工艺。关键词：煤基甲醉制烯炷；PROA吸收分离；AspenPIus流程模拟中图分类号：TB322文献标识码：A0引言甲醇制烯燃技术，开辟了由煤炭或天然气生产基本有机化工原料的新工艺施。我国具有丰富的煤炭资源，开发甲醇制烯烷技术，对确保国家能源安全，实现经济快速、可持续发展具

2、有重要意义.研究、开发非石油资源合成低碳烯炷的技术路线，不但是一种趋势，而且已经取得了重大进展。经几十年的研究，甲斡制烯煌反应技术日趋成熟，而国内外研究者对分离技术开发关注不够，普诅认为甲醇制烯煌分离单元与传统的石脑油裂解制烯炷工艺中的裂解气分离单元基本相同，且产物组成更为简单、杂质种类和含量:更少，更易于实现产品的分离回收.但是醇制烯烧反应产物也具有其特殊性，直接借用石脑油裂解制烯炷工艺的烯烷分离工艺必将造成成本的提高和能源的浪费。与成熟的石脑油裂解制乙烯相比.甲醇制烯炷的烯炷分离技术还有较大的改进和优化的余地.国际领先的甲醇制烯烷工艺，主要有美国环球油品公司（UOP）和挪威海德鲁（Nors

3、kHydro）公司共同开发的UOP/HYDROMTO工艺，中国科学院大连化学物理研究所的DMTO工艺和DMTO-Q工艺。本文以中国科学院大连化学物理研究所的DMTO工艺为依托，进行甲醇制烯炷分离工艺的选择。通过模拟分析目前较典型的分离流程，对UOP精儒分离工艺和PROA吸收分离工艺进行对比和评估，选出更加先进的分离工艺。1工艺原理1.1预处理单元（如图1）1.1.1急冷、水洗、汽提区甲醇制烯烷反应为强放热反应，出口物料温度较高（约500-C/2'.反应器出口物料经急冷塔用水进行冷却，降低温度同时也除去反应产物中的杂质.&T反应产物中会含有极少次的醋酸，冷凝后回流到急冷塔。为了中

4、和这些酸，在回流中注入少量的碱（氢氧化钠）。为了控制回流中的固体含鼠，由急冷塔底抽出废水，送到界区外的水处理装置。急冷塔顶的气相送入水洗塔。进一步洗涤，自水洗塔底部出来的物料送入水汽提塔，残留的轻炷被汽提出来回到反应器。洗涤水汽提塔底主要是纯水，可以进一步循环利用.图1预处理单元流程图，作青简介：孙申智（1984），男，研究生，主要从事化工工艺优化方面的研究。E-mail：hwsbzwh水洗塔塔顶轻煌进入轻烯/回收单元（LORP）。LORP单元的目的是压缩，冷凝，分离和净化有价值的轻烯烷产品（通常指乙烯和丙烯）。LORP单元由以下几部分组成：压缩，碱洗，干燥，乙狭变换.分俺1.1.2压缩区压缩

5、区由DMTO产品压缩机，级间吸入雄和级间冷却器组成。在接近周围环境温度、压力下，DMTO的气体物流送入LORP单元的压缩部分。为了回收烯烷产品，首先将操作压力提高到能浓缩和通过分馋来分离的压力等级水平是非常必要的。DMTO产品压缩机是多级离心压缩机。压缩机的级间流在级间冷却器和级间吸入罐中冷却和闪蒸。由水和溶解的轻烷组成的级间冷凝物计量后通过级间罐回到上一级吸入罐。纯冷凝物被泵送回到DMTO单元.1.1.3碱洗区wro气相产品中的二氧化碳产物在碱洗塔中脱除.碱洗塔有三股碱液回流和一股水回流来脱除残余的碱。碱洗区包括补充碱和水的中间维和注入泵。废碱脱气后送出界区处理。二氧化碳脱除后，wro气相产

6、品被冷却然后送入干燥区。1.1.4干燥区DMTO的气体产物需干燥处理，为下海的低温工段做准备.干燥区由两个DMTO产品干燥器和再生设备组成。干燥器用分子筋脱水.来自于U）RP单元的轻质气体用于再生干燥剂。再生设备由再生加热器，再生冷却器和再生分离罐组成。脱水后，再生的气体混入燃料气系统。干燥后的反应气送入轻炷精慵分离单元。L2轻烂分离单元（如图2）1.2.1UOP精馋分离单元UOP分馆区由脱乙烷塔，脱甲烷塔，脱乙烯塔，脱丙烷塔和脱丙烯塔组成。在压缩，氧化物回收，碱洗和干燥之后，DMTO产品气冷却后进入脱乙烷塔。脱乙烷塔顶产品是混合的C2组分.由丙烷和更重的谿类组成的脱乙烷塔底物送入脱丙烷塔。脱

7、乙烷塔顶物进入乙块加氢反应器，物流中的副产物乙扶被选择加氢转化为乙烯。来自于脱乙烷塔接收器的净气相产品送入甲烷塔进料冷冻器。图2UOP精馋分离单元流程图脱甲烷塔从混合C2物流中脱除轻杂质（包括甲烷,氢和情性气体）。脱甲烷塔顶物送去做燃料气.脱甲烷塔底物送入乙烯分离塔。在乙烯分离塔中乙烯产品从乙烷中分高出来。分离塔顶的纯物质送入乙烯储罐。塔底物蒸发，加热后并入燃料气系统。脱乙烷塔塔底物流进入脱丙烷塔。混合的C3组分在脱丙烷塔中与较策的C4以上物料分离。脱丙烷塔塔顶物，送入脱乙烯塔。脱丙烷塔底物送入C4+储雄。在脱乙烯塔中丙烯与丙烷分离。图3PROA吸收分离单元流程图1.2.2PROA吸收分离单元

8、（如图3）经预处理后的轻炷分气液两相进入C2慵分的非清晰切割精懦塔预切割塔，该塔顶产物包括甲烷、氢气及其他轻质气体、部分C2饲分及相平衡的少量C3,塔釜产品为其余C2及更重组分。将预切割塔的塔顶产物用丙烯冷媒或温度为一50一66P的乙娣冷媒冷却后送到采用以C3为主要成份吸收削的吸收塔，将预切割塔塔顶产物中的乙烯吸收下来，轻质气体由吸收塔塔顶排出，吸收塔塔釜产品返回预切割塔作为进料。吸收塔的塔顶出口气体中含有少量吸附剂C3,其数量和轻质气体在进料中的比例、吸收塔进口物料的温度及吸收剂性质有关。在合理的工艺条件下，当吸收剂组成主要为C3时，出口气体中的C3含量在2%10%,可以进入一个冷却冷凝器，

9、冷凝部分C3以降低损失。如需进一步降低C3的含量或者提纯氧气，可将上述冷却冷凝器的尾气再进入其他的分离设施，例如变压吸附或膜分离。吸收塔的釜液返回预切割塔作为进料。当吸收剂为C4或C5时，如因各种原因需要进一步降低吸收剂含髭同样可以在吸收塔出口设置冷却冷摄器。预切割塔的塔釜产品送到脱乙烷塔进行C2和C3的清晰切割，脱乙烷塔塔顶得到C2懦分，塔釜产品是C3及更重组分。若进入预切割塔的进料中含有乙狭，则塔顶产品先脱除乙狭再进入乙烯精悔塔，提纯到所需要的质景浓度。将脱乙烷塔塔釜出料一分为二，一部分作为脱丙烷塔的进料进行C3和C4的分离；另一部分冷却到一501以下后送到吸收塔作为吸收剂，吸收剂的量是脱

10、乙烷塔碳釜出料量的5%90%。脱丙烷塔的塔顶出料为C3,包括进预切割塔的全部C3组分，脱丙烷塔塔顶得到的C3憎分进入丙烯精简塔分离成内烯和丙烷.若C3组分中含有狭炷，则应先脱除块炷再采用精馋方法分离成各个纯组分。塔釜产品为C4及更重组分.为了保证脱甲烷塔的分离效率，脱甲烷塔的吸收剂的选择决定了烯煌分离方案的工艺流程。目前可行的吸收剂有三种，分别是03、C4以及C5。C4和C5混合吸收剂与C5吸收剂比较，其能量消耗偏高1%,乙烯和丙烯的吸收效率偏高1%;C4吸收剂与C5吸收剂比较，其能量消耗偏高30%,但乙烯和丙烯的吸收效率偏高2%；C4吸收剂与C5吸收剂比较，其塔板数增加2倍后，即能量消耗偏高

11、10%,乙烯和丙烯的吸收效率偏低2%区。而对于MTO工艺来说，因为其组成的特点，采用C3吸收剂较为合适。2分离工艺选择使用AspenPlus流程模拟软件对对U（）P精惘分离工艺和PROA吸收分离工艺两个流程进行模拟比较.两者的预处理单元使用相同的处理方式，主要从进轻煌分离单元的流股进行区分模拟。2.iuop精ta分蔼单元通过使用AspenPlus流程模拟软件对该过程进行模拟、优化操作参数。得到各个塔的物性参数汇总如表1.表1UOP塔设备热负荷脱乙烷塔T201脱甲烷塔T2O2脱乙烯塔T203脱丙烷塔T204脱丙烯塔T205塔板数20105040130回流比28.45采出率0.

12、61710.0390.9940.84280.995冷凝器温度/X：-29.22-100.59-28.0149.4019.69冷凝器热负荷/kW一8440.374-2445.187-11027.842-2390.496-29366.815再沸器温度/P55.17-27.94-12.74106.5926.11再沸器热负荷kW10201.7433313.18115113.1535500.55228887.4922.2PROA吸收分离单元模拟经AspenPlus模拟、优化后得各个塔的物性参数汇总PROA吸收分离工艺的轻煌分离单元流程图如下图所示。如表2。哀2PROA塔设备热负荷预切割塔T201吸收塔T

13、2O2脱乙烷塔T203脱乙烯塔T204脱丙烷塔T205脱丙烯塔T2O6塔板数3610235042130回流比4.424.182.711.238.54果出率0.16110.5550.99420.8420.9948冷凝器温度/P-28.89-27.78一20.26-28.7948.4918.84冷凝器热负荷/kW-5933.562-15137.643-)0659.061-3490.874一26657.827再沸器温度/I14.11一14.6666.84一10.99105.1725.17再沸器热负荷kW9385.96318173.076410652.70845944.199026552.48552.

14、3对比、选择流程(1) UOP精懦分离工艺各个塔的塔顶冷凝器总热负荷为Q=(8440.3744-2445.187+11027.842+2390.4964-29366.815)=一53670.714kW塔底再沸器总热负荷为：Q=10201.7434-3313.181+15113.153+5500.552+28887.492=63016.120kW(2) PROA吸收分离工艺各个塔的塔顶冷凝器总热负荷为Qi-(5933.564-15137.643+10659.06+3490.874+26657.827)=-61878.967kW塔底再沸器总热负荷为：Q'=9385.96+18173.076

15、+10652.7084+5944.1990+26552.4855=70708.432kW那么Q'Q=8208.253kW,Q'Q=7692.312kW。虽然后者总热负荷大于前者，但UOP精储分离工艺中的脱甲烷塔塔顶冷凝器温度为一1OO.95P,而PROA吸收分离工艺与之对应的吸收塔塔顶冷凝器温度只有一27.78。这就导致前者需要消耗大量的能量进行乙烯和丙烯的深冷，大大增加了设备费用和操作费用。而PROA吸收分离工艺不使用深冷和低温脱甲烷精馋塔，仅使用丙烯冷剂和一级低等级乙烯冷剂的分离过程就可达到分离目的。乙烯产量为30万t/a时仅需要一个轴功率小于150kW的单级乙烯冷冻压缩机

16、从长远利益看PROA吸收分离工艺更具有优势。3结论65万吨/年煤基甲醇制烯雄典型的分离工艺有UC*精儒分离工艺和PROA吸收分离工艺，分为预处理单元和轻煌分离单元两部分。通过AspenPlus流程模拟软件模拟分析煤基甲醇制烯炷侦)P精惚分离工艺和PROA吸收分离工艺，PROA吸收分离工艺总热负荷大于侦X精馋分离工艺，但其脱甲烷塔塔顶冷凝器温度为一27.78-C,远远低于JOP精慵分离工艺对应的吸收塔塔顶冷凝器温度一100.952,因此仅使用丙烯冷剂和一级低等级乙烯冷剂的分离过程就可达到分离目的，大大降低了UOP精简分离工艺深冷所需的设备费用和操作费用。从长远利益看PROA吸收分离工艺更具有优势

17、。参考文献：1 MikkelsenSKolboe.TheconversionofmethanoltohydrocarbonsoverzeoliteHbetaJJ.MicroporousandMesoporousMaterials,1999,29(1-2)：173-184.2 李仲来.甲肝制低碳烯煌(MTO)技术综述J1氮肥技术.2007,28(2)：1-7.3 SenetarJohn,MillerJ,LawrenceW.ProcessforproducingethyleneP.US,US6444869,2002.4 李润，王雷.甲醴制低碳爆烧反应气体分离的吸收剂分析J.炼油技术与工程.2011

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