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 33. 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 44. 主要的工艺及设备的选型 54.1工艺路线的确定 5生产规模 5原料及产品 5工艺路线的比较 64.1.3.1 ExxonMobil 的 MTOT艺 74.1.3.2 UOP/Hydro公司的MTO工艺 74.1.3.3 化物所的DMTO工艺 94.1.3.4 上海化工研究院的SMTOT艺 94.1.3.5 鲁奇（Lurgi ）公司的 MTP工艺

2、 104.1.3.6 结论 114.2工艺流程 11流程简述 114.2.2 工艺流程描述 124.2.3 反应工段 134.2.4 分离工段 144.3设备计算与选型 15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 201. 项目背景及建设意义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

3、长期以来国自给率只有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

4、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，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

5、建经济2.1项目拟建本项目为一煤化公司新建一 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32064.389万元人民币，由总公司注入部分自有资金，并 通过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

6、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%1499360002.3主要物料规格及消耗表22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/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省

7、市，是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，它是省重点发展区域之一。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

8、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。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(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。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(Me

9、thanol)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 C,沸点64.7 C,折光率1.3292，闪点12 C。易燃，蒸气能与空气形 成爆炸性混合物，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 C,沸点-103.7 C,液体密度0.5699g/

10、cm3,闪 点V -66.9 °C。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 =CH,相对分子质量 42.。 无色气体。熔点-185.2 C,沸点-47.8 C。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=QH2H 2- 丁烯(CH3CH=CHC)3 异

11、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/cm 3(20/4 C)。异丁烯有不愉快臭味。爆炸极限为1.8%-9.6%,沸点-6.90 C。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 C)，密度 0.75 g/cm 3，熔点-9

12、4 C,沸点 70 C,折光率 (n20D)1.3750，闪点-19 C。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。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MTC工艺、化学物理研究所的 DMT6艺、 上海化工研究院的SMTOE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。4.131 E

13、xxonMobil 的 MTC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 工艺及化物所的DMTOE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

14、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年建成，其规模是UOP/HydroMTO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（MObOlefin to Gasoline/distillates） 工艺，可将MTF品中的聚合级低碳烯

15、烃转化为汽油和馏分油。据文献报道，通过MTO与 MOG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 49% CO2排放量仅为 石脑油裂解工艺的53%4.1.3.2 UOP/Hydro 公司的 MTC工艺美国环球油品公司（UOP）和挪威海德鲁（Hydro）公司开发UOP/HydroMTOT艺。 该工艺对原料甲醇的适用围较大，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

16、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。 未凝气体压缩后进入碱洗塔，以脱除 C02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

17、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 化生产丙烯，并推出 Adva need 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崔化剂也进行了一定 的改进，催化性能有所提高，P/E比可在变化，乙烯和丙烯的总收率为 85%-89%低碳烯烃收率提高15%-20% MTOT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崔化剂，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

18、生产放大试验阶段。流程图如图4.1所示：空吒图4.1 MTO工艺流程示意图4.133 化物所的DMT工艺20世纪80年代，中国科学院化学物理研究所已开始了对MTC工艺的研究，90年代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SAPS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

19、强的市场竞争力。2006 年2月，由中科院化学物理研究所与新兴煤化工科技发展有限责任公 司、中国石化集团石化工程公司合作在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DMTOC业化示装置试车成功，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：ML木'itlJSI) 一 *工干Ifell(IfeikJ用CI介MJS图4.2 DMTO工艺流程示意图4.134 上海化工研究院的 SMH工艺上海石油化工研究院于2000年开始进行MTC技术的开发。2004-2006年，SAPO

20、-34分子筛工业放大生产成功。2005-2006年，采用新型干燥方法的MT% 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崔化剂， 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

21、）公司的MTP工艺德国鲁奇（Lurgi）公司在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

22、较小。2002年1月鲁奇公司在挪威与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 360 kg/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：鬥卩爭MTP1Mil1：反应段+昭环1JMI；轻丽啜弗 丿f拐故空凋古> CJC反应S* L艺水 严物凶Bt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DMTOL艺技术，以钻改性SAPO-34分子筛为催化剂，反应温度450 C,操作压力

23、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工艺流程流程简述本项目采用甲醇制烯烃工艺，其主要产物是乙烯（CHCH）和丙烯（CHCHCH。 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

24、丙烯的低碳烃气相，液相上层为主要含有丁烷（CHo ）和异丁烯（CH）2CCH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CQ和HQ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:2CH3OHCH3OCH3+H2OCH3OCH3CH

25、2C2+HH2O副反应:3CH3OCH* 2C3H6+3H 2O2CH 3OCH 3> (CH 3)2CCH 2+2H 2O4CH 3OCH 3CH 4+CO2+2C 3H 8+2H 2O3CH3OCH3* CH4+CO2+2C2H6+H2O5CH3OCH3 CH4+CO2+2(CH3)3CH+3H 2O工艺流程描述本MT"目工艺可划分为MTO反应-预分离单元和烯烃分离单元。在 MTC反 应-预分离单元，粗甲醇在流化床反应器反应生成乙烯，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。原料屮醉的 预

26、热和丿匚非烯的干煤L>乙烯和丙烯的碱洗甲醇牛.成屮间1> 产物一屮联«=>乙烯和丙烯r乙%帝和丙滋i的三相分离产物经过 脱乙烷塔产物经脫甲K塔门乙晞 塔丹到乙烯广经过片烯塔得到丙烯乙te山怖的图4.4 工艺流程简图反应工段原料甲醇进料的初始参数是20 °C,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 C,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 C。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

27、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 C,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0.05MPa然后在通入急冷塔降温至 30 C。然后通入闪蒸塔进行气液分离，闪蒸塔 的操作条件是30 C，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

28、如图4.5所示：EEF:1EhCUE图4.5 MTO反应-预分离单元流程图424 分离工段由于烯烃产物中混有CO和H2O,因此将烯烃通入碱洗塔脱除CO,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 C, 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 C,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 C,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 C,压力变为3.

29、45 MPa然后通入脱甲烷塔，塔顶出料温度为-106.63 C, 得到99.99%的甲烷，塔底出料温度为-27.42 C,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。脱乙烷塔塔底的物料经过冷凝器 降温至10 C ,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设备计算与选型反应器的设计431.1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。

30、(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，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 C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(AIO 2)x ? (SiO2)y? mHO,式中M代表化合价为n的金属离子，通常有Na、K+、

31、Ca等。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勺催化反应过程中，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 MTC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。因此本项目采用钻(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

32、/丙烯甲醇转化率%反应时间min温度C分数%数%375.037.0342.450.87100.0200425.049.1835.181.40100.0275475.052. 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，因此可以推测采用幕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

33、。最后通过比较，本设计采用450 C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1.5 kg/cm 2时操作是较适宜的。催化剂的装填量4甲醇的进料速率：G 30 1042.9t/h7000W 42.9t/h2.15 t,甲醇的质量空速 WHSV=20h则反应器中催化剂的量：20/h考虑20%勺设计余量，反应器催化剂装填量可取 2.58 t。反应器的直径

34、30 104 106372.0mol/s3600 ) s/a甲醇的摩尔流率：32 g / moln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 X1.3+181.0) X8.314 0457.7 + 273) =2 37m3/s1.7 X106.2 73反应器稀相区直径为：+. 2.41 mV0.6 0.785若考虑加衬里厚200mm可取稀相区径为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，取流化床平均径为1 m，则床层压降为：30.032 M

35、Pa2.58 109.80.785 12 106可见流化床压降较小，底部反应密相区的平均压力可取1.71 MPa，操作气速为 0.8 m/s。则密相区直径为：.(372.°3 18巴 8314(457.7 273) 1.94mV1.71 100.785 0.8若考虑加200 mm可取密相区径为2.2 m。432设备选型4.321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。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：E

36、t 0.49( L) 0.245 =90.0%则实际板数N 企=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)X 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 0 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,则塔底部空间高度裙座高度H2461.6212 0.785 35.4 mH 3 =2.0 + 1.5 D /2=3.35 m(2) 塔盘机械结构设计 塔盘板塔盘是由气液接触元件、塔盘板、受液盘、溢流堰、降液管、塔盘支持件

37、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的降