甲醇醋酸系列深加工及综合利用项目（工程技术部分）可行性研究报告

PAGEPAGE132建设规模、工艺流程与产品方案建设规模能源化工有限公司甲醇醋酸系列深加工及综合利用项目是以煤为原料生产烯烃的大型现代化煤化工项目，工艺装置分为煤制甲醇和甲醇制烯烃两大部分。综合各工艺装置的推荐方案，本项目煤制甲醇生产规模为360万吨/年（折纯甲醇）；甲醇制烯烃部分的生产规模为：甲醇制烯烃的公称能力为120万吨，即年产MTO（中间产品）120万吨。本项目拟最终产品为：60万吨聚乙烯（标称）、60万吨聚丙烯（标称）、0.67万吨己烯-1和13.3万吨/年2-丙基庚醇（2-PH），同时副产3.37万吨/年甲基叔丁基醚（MTBE）和1.34万吨/年丁烯-1、10万吨/年硫磺等。年操作时间8000小时。操作弹性：70％～110％各装置建设规模详述如下：空分装置建设规模本项目煤气化装置总需氧量约480000Nm3/h，综合考虑到经济规模、工艺技术和设备运输，选择暂按6套制氧能力为80000Nm3/h的空分装置，共用一套液氧、液氮贮存系统。此外，在空分装置设有空压站，在空分装置开车前向动力站等提供仪表空气和工厂空气。本项目为年产360万煤制甲醇及其深加工产品，分两阶段实施，第一阶段能力按180万吨/年煤制甲醇及其深加配置，第二阶段能力按180万吨/年煤制甲醇及其深加配置。与之配套的空分装置先期建设3套80000Nm3/h空分装置，第二阶段建设3套80000Nm3/h空分装置。液氧、液氮贮存系统共一套，为两阶段共用。单套空分装置产品规模如下：表1.1-1 单套空分装置生产能力产品项目单位指标备注氧气纯度%（mol）≥99.6压力MPaG8.7温度℃32流量Nm3/h80000低压氮气纯度%（mol）<10ppmO2压力MPaG0.75温度℃40流量Nm3/h15000低低压氮气纯度%（mol）<10ppmO2压力MPaG0.4温度℃40流量Nm3/h17000仪表空气露点℃-40压力MPaG0.7温度℃35流量Nm3/h3500工厂空气露点℃-40压力MPaG0.7温度℃35流量Nm3/h3000液氧纯度%（mol）≥99.6流量Nm3/h600液氮纯度%（mol）<10ppmO2流量Nm3/h600注：由于高压氮气正常需约3000Nm3/h，用量小，需求量变化大，由液氮贮槽供应。气化装置建设规模气化装置的产品为粗合成气，为了满足后续装置360万吨/年甲醇及其深加工的需要，后续工序需要气化装置提供有效气（CO+H2）量为：102.12×104Nm3/h，以此确定本装置的规模。拟设置φ3200/3800的气化炉14台。（1）装置组成煤气化装置包括原煤储存与准备、煤浆制备、气化装置、渣水处理、以及研磨水池厂房、真空过滤机厂房等。（2）产品气化装置的产品为粗合成气，粗合成气的有效气产量为102.12×104Nm3/h。压力6.26MPa（G），温度：240℃净化装置建设规模净化装置处理来自气化的粗煤气（干基）：126.1877×104Nm3/h，产品净化气技术规格见表1.1-3。副产硫磺：10×104吨/年，硫磺产品技术规格见表1.1-4。表1.1-3 产品合成气技术规格表组分分子式分子量（V）%一氧化碳CO2829.96氢气H2266.88二氧化碳CO2442.63甲烷CH4160.14氩气Ar400.15氮气N2280.23硫化氢H2S34＜0.1ppm氧硫化碳COS60温度℃3030.0压力MPa（GA）5.46表1.1-4 硫磺产品技术规格表名称规格标准备注硫磺50kg/袋GB2449-2006一级品甲醇装置建设规模甲醇装置生产规模及产品方案为：360万吨/年MTO级甲醇。本装置从甲醇驰放气中回收氢气送往下游装置使用，氢气量为：27kg考虑未来甲醇有可能部分直接销售，单套预留60万吨/年精甲醇装置用地。年操作时间：8000小时。操作弹性：50～110％DMTO装置建设规模本项目是以甲醇为原料，通过甲醇转化烯烃、工艺气分离等一系列工艺过程，制得聚合级丙烯和乙烯。本项目公称规模能力为60万吨/年乙烯和60万吨/年丙烯。各主要装置规模见表1.1－5。表1.1－5 各主要装置规模序号装置名称产品产量或处理能力（×104t万吨/年）套数备注1DMTO装置3602甲醇处理能力2烯烃分离装置23丙烯60.32聚合级4乙烯61.62聚合级年操作天数：333天，年操作时间：8000小时,操作班次：四班三运转。主要设备的设计能力按照110％富裕量设计。聚乙烯装置建设规模全密度聚乙烯装置（FDPE装置）新建60万吨/年全密度聚乙烯装置，年操作时数8000小时，操作弹性70-110%。己烯-1装置新建2万吨/年己烯-1装置，年操作时数8000小时，操作弹性70-110%。聚丙烯装置建设规模公称能力：双线3060万吨/年聚丙烯第一条生产线：产能30万吨/年产品：均聚/无规共聚/抗冲共聚第一条生产线产能分配：均聚3.75万吨/年，共聚5.25万吨/年，抗冲21万吨/年第二条生产线：产能30万吨/年产品：均聚/无规共聚第二条生产线产能分配：均聚26万吨/年，共聚4万吨/年2-PHC4综合利用装置装置建设规模建设规模为14万吨/年2-PH装置，产品为13.3万吨/年2-丙基庚醇（2-PH），同时副产3.37万吨/年甲基叔丁基醚（MTBE）和3.89万吨/年丁烯-1。总工艺流程描述项目的工艺装置组成本项目煤制甲醇部分主要由：空分装置、气化装置、变换装置、净化装置（含硫回收装置）和甲醇装置等工艺装置组成；甲醇制烯烃部分主要由DMTO装置、C4产品下游装置、聚乙烯装置和聚丙烯等工艺装置组成。煤制甲醇部分工艺流程原料煤制成水煤浆，由空分装置供给氧气，水煤浆加压气化制备粗合成气，经耐硫变换装置调整粗煤气中H2/CO比值，经净化装置脱硫脱碳得到满足甲醇合成要求的精制合成气，再经甲醇合成装置制得MTO级粗甲醇。甲醇制烯烃部分工艺流程煤制甲醇部分的MTO级粗甲醇作为DMTO装置的原料，经DMTO装置生产聚合级乙烯和聚合级丙烯（中间产品），乙烯、丙烯分别送到聚乙烯装置和聚丙烯装置，经聚乙烯装置和聚丙烯装置分别聚合生成聚乙烯、聚丙烯及己烯-1等最终产品。由DMTO装置产生的混合C4送入C4产品下游装置，生产丁烯-1、2-丙基庚醇、甲基叔丁基醚。本项目在工艺过程中副产硫磺产品、C4产品、C5及以上组分及燃料气等副产品。本项目总工艺流程见全厂物料平衡图及所附的全厂物料平衡表。装置工艺流程描述空分装置工艺流程本项目空分装置分6个系列，包括空气压缩、空气预冷及空气净化、空气分离、液体产品贮存及汽化等五个工序。液体产品贮存及汽化工序的设备共1套。详见工艺流程图。空分装置从大气中吸取空气，采用空气两段增压，膨胀空气进下塔，两级精馏制取高纯度的氧气和氮气。液氧泵的内压缩制取高压氧气。除非另行说明，以下是基于单系列的流程说明。原料空气自吸入口吸入，经自洁式空气过滤器除去灰尘及其它机械杂质。过滤后的空气进入离心式空压机，经压缩机压缩到约0.5MPaG，然后进入空气冷却塔冷却。冷却水为经水冷塔冷却后的水。空气自下而上穿过空气冷却塔，在冷却的同时，又得到清洗。经空冷塔冷却后的空气进入切换使用的分子筛纯化器，空气中的二氧化碳、碳氢化合物和水分被吸附。分子筛纯化器为两只切换使用，其中一只工作时，另一只再生。纯化器的切换周期约为8小时，定时自动切换。净化后的空气分为两股：一股进入低压板式换热器，出换热器底部后进入下塔；另一股去空气增压机。进入空气增压机的空气经增压机第一段增压到约2.8MPaG后分为两股：一股直接出增压机，经后冷器冷却后进入膨胀机的增压端中增压，然后被冷却器冷却至常温后进入高压板式换热器，再从换热器中部抽出进入膨胀机的膨胀端去膨胀。膨胀后的含湿空气进入气液分离器，经气液分离器的空气与出板式换热器的低压空气汇合，进入下塔。从气液分离器抽出的液空也送入下塔。另一股空气在增压机的第二段继续增压到约6.9MPaG并经后冷器冷却至常温后进入高压板式换热器，与高压液氧及返流污氮气体换热。这部分高压空气从换热器底部抽出经节流进入下塔。空气经下塔初步精馏后，获得液空、纯液氮和污液氮，并经过冷器过冷后节流进入上塔。经上塔进一步精馏后，在上塔底部获得液氧，并经液氧泵压缩至8.8MPaG进入高压板式换热器，复热后出冷箱，进入高压氧气管网。在下塔顶部抽取0.4MPaG压力氮气，经低压板式换热器复热后出冷箱，一部分直接送0.4MPaG低低压氮气管网，其余经氮压机压缩至0.75MPaG后进入低压氮气管网。从上塔上部引出污氮气经过冷器、低压板式换热器和高压板式换热器复热出冷箱后分成两部分：一部分进入分子筛系统的蒸汽加热器，作为分子筛再生气体，其余污氮气去水冷塔。从冷箱抽出的液氧液氮送入液氧液氮贮槽储存备用。当某系列空分装置事故时，启动事故液氧液氮泵将液氧液氮增压至所需压力，然后经汽化器汽化送入对应的氧气和氮气管网。高压氮气由液氮贮槽里的液氮用高压液氮泵加压后，经汽化器汽化后送用户使用。驱动汽轮机所需的高压蒸汽来自高压蒸汽管网，为连续使用，透平冷凝液送除盐水站处理。来自中压蒸汽管网的中压蒸汽在再生蒸汽加热器中与来自冷箱的污氮气换热，产生的中压蒸汽冷凝液送冷凝液精制处理。空分装置压缩机段间冷却器和后冷却器及空冷塔、水冷塔所需的循环冷却水来自空分循环水系统，换热后的循环水返回空分循环水系统。从增压机中抽一股压缩空气一部分减压至0.7MPaG后送仪表空气缓冲罐，出仪表空气缓冲罐的仪表空气进入全厂仪表空气管网；另一部分减压至0.7MPaG后送工厂空气管网。正常生产时空分装置所需的仪表空气由空分装置自身提供，开车阶段仪表空气由空压站提供。气化装置工艺流程气化装置含原煤储存与准备、煤浆制备、气化、灰水处理、变电所、沉渣池。来自储运系统的碎煤进入磨煤机，加入水、废水、添加剂研磨成含固量60～62％的水煤浆。水煤浆经高压煤浆泵加压后，与空分来的高压氧气一起通过工艺烧嘴进入气化炉，在气化炉燃烧段（反应段）水煤浆与氧气反应生成高温粗煤气，反应在6.5MPa（G）,1350气化反应的渣落入气化炉激冷段水浴经锁斗间断排出。粗渣送至渣场，粗渣可用于水泥原材料或者建筑材料。气化炉与碳洗塔排出的黑水送至灰水处理工段，经四级闪蒸、澄清槽沉降浓缩后送真空带式过滤机过滤，滤饼送出渣场，由于细渣中碳含量约10％，可干燥后作燃煤锅炉燃料；滤液用泵送回澄清槽循环使用；澄清槽澄清的灰水经除氧、加压、换热后返回气化循环使用。同时还需排出少量污水，以减少灰水系统的Cl-的含量，防止设备及管道的腐蚀。污水送污水处理站处理，达标后排出排放。沉渣池用于收集气化、灰水处理装置事故状态溢流的废渣、设备停车时清洗以及地面冲洗产生的含渣、灰的污水。经沉淀澄清后的水返回冲渣沟循环用。净化装置工艺流程描述来自气化装置的水煤气首先进入净化装置的变换及热回收工段，在此一部分水煤气经废热锅炉降温、分离冷凝液后通过变换炉变换，另一部分水煤气不经过变换（配气），通过控制进变换炉的量和配气的流量来满足合成气对氢碳比的要求；配气后的变换气通过低温甲醇洗酸性气体脱除工段脱除掉H2S、COS、CO2等组分，得到满足甲醇合成要求的净化气，送往后续装置，同时浓缩后的富H2S酸性气体去硫回收工段，产出硫磺颗粒产品；低温甲醇洗装置需要的冷量由丙烯压缩制冷的冷冻站提供。甲醇装置工艺流程描述来自净化的新鲜气与回收氢气混合后在合成气压缩机中被压缩到适合甲醇合成的压力。合成气在合成气净化预热器中用中压蒸汽预热后在合成气净化槽中除去残留的少量H2S和COS，从合成气净化器中出来后被分成两股，大约一半的量与循环气混合，在合成回路1#中间换热器中被加热后进入1#合成塔在合成催化剂的作用下反应。离开合成塔的热气体依次通过合成回路1#中间换热器、1#粗甲醇冷凝器、1#水冷器，被冷却后进入1#粗甲醇分离器，甲醇和水被分离出来。未反应的气体与剩余的新鲜气混合，在循环气压缩机中被压缩后，在合成回路2#中间换热器中被加热，然后进入2#合成塔。2#合成塔的热气体在合成回路2#中间换热器、2#粗甲醇冷凝器、2#水冷器中被冷却后进入2#粗甲醇分离器，甲醇和水被分离出来，未反应的气体返回1#合成塔。为了控制回路中的惰性气体含量，从未反应气体中取出少量弛放气送入氢回收系统。氢回收系统首先由膜分离来回收甲醇合成弛放气中的氢气，富氢气返回合成回路，非渗透气则通过变压吸附制取高纯度氢气，通过氢气压缩机加压后送出界区。自1#、2#粗甲醇分离器的粗甲醇进入粗甲醇闪蒸罐，减压后闪蒸气体经过粗甲醇排放槽排入界外燃料气管网，闪蒸后的粗甲醇经过液位、流量调节后，送入稳定塔，除去粗甲醇中残留的溶解气体及少量低沸物。自稳定塔回流罐的含低沸物及少量甲醇的不凝气，送入蒸汽过热炉做燃料气。稳定塔塔底甲醇经过MTO级甲醇泵加压和MTO级甲醇冷却器冷却后，作为MTO级甲醇送至甲醇罐区。附图：甲醇装置物料平衡图。DMTO装置工艺流程描述DMTO装置包括甲醇制烯烃单元和轻烯烃回收单元，现分别叙述如下：1）甲醇制烯烃单元来自原料罐的甲醇经预热后，进入甲醇进料闪蒸罐，从进料闪蒸罐出来的甲醇蒸汽首先用中压蒸汽进一步加热，使之变为过热甲醇蒸汽，然后进入MTO反应器进行反应。在反应器内甲醇与来自再生器的高温再生催化剂直接接触，进行放热反应。反应气经旋风分离器除去所夹带的催化剂后引出，经换热器降温后，送至急冷塔。从急冷塔顶部出来的气体混合物进入产品分离器，气体混合物中的大部分产品水被冷凝下来进入产品分离器底部。从产品分离器顶部出来的烯烃产品被送到烯烃分离单元，进行压缩、分馏和提纯。产品分离器底部流出的产品水直接进入水汽提塔，在水汽提塔中，产品水中的一些轻组分被汽提出来，这些从水汽提塔顶部出来的轻组分经过中间冷凝器与甲醇原料进行换热后返回到产品分离器中。产品水从水汽提塔底部出来。水汽提塔底部出来的产品水首先在进料换热器中与甲醇原料进行换热，然后再用冷却水将其冷却至环境温度送出界区外。2）烯烃分离单元来自甲醇制烯烃单元的反应气，先经过两级压缩后经过水洗、碱洗以脱除酸性及非希望组份，然后经第三级压缩并干燥，进入高低压脱丙烷塔，分出C4组分，较经的组分经过四级压缩进入脱甲烷塔分出甲烷等较轻组分后进入脱乙烷塔，塔底组分去丙烯装置生产精丙烯，塔顶组分进入加氢反应器进入乙烯精馏塔生产聚合级乙烯。聚乙烯装置（含己烯-1装置）工艺流程描述根据全厂性总体物料平衡的要求，全厂生产乙烯615,840吨/年。按照项目确定的装置规模产品排产方案和物料消耗情况，FDPE装置消耗乙烯568,150吨/年，己烯-1装置消耗乙烯22,076吨/年，两套装置共消耗乙烯590,226吨/年，剩余25,614吨/年乙烯送60万吨/年聚丙烯装置生产无规共聚聚丙烯及抗冲共聚聚丙烯产品。Unipol聚乙烯工艺主要由原料精制、反应、树脂脱气和排放气回收、掺混造粒、包装和贮存等部分组成。可使用钛系催化剂或铬系催化剂，催化剂包括粉末催化剂和浆液催化剂。乙烯、共聚单体（丁烯-1和己烯-1）在流化床反应器内进行聚合，生成聚合物，催化剂连续不断地加到反应器中，产品粉料不断地排出，经过脱气后就可进行造粒。聚合反应条件：压力为2.41MPa、温度为85～110℃己烯-1工艺装置主要由催化剂配制及溶剂精制单元、聚合反应单元、产品精制单元、产品及溶剂中间储罐等部分组成。聚丙烯装置工艺流程描述原料供应和净化原料供应和净化工序的目的是将来自界外的原料乙烯、氮气和氢气进行净化,以满足气相流化床反应器对原料规格的要求。乙烯、氮气和氢气通过管道输送到界区。助催化剂(T2，是一种烷基铝)，接收到装置ISBL（内部界区）的设施内。乙烯通过乙烯脱氧预热器及乙烯干燥器床层用以脱除水分、甲醇以及二氧化碳。最后，乙烯经过一个乙烯过滤器，脱除其中的污染物颗粒后进入反应系统。氢气经过一个氢气过滤器，脱出其中的污染物颗粒后进入反应系统。低压氮气和高压氮气分别进入氮气除氧床层脱出其中的氧气。脱除氧气后的低压氮气经过低压净化氮气过滤器脱出其中的污染物颗粒。液体T2(T2，是一种烷基铝)通过T2储槽地磅(S-1505,S-1506)称量储槽内的烷基铝储贮量，并使用净化氮气从各自的运输储槽供给到T2给料泵并通过泵注入反应系统。丙烯净化丙烯净化工序的目的是将来自界外的原料丙烯进行净化,以满足气相流化床反应器对原料丙烯规格的要求。来自界区外的液态丙烯直接进入丙烯脱气塔。一小部分气提出的气态轻质组份(O2,CO,CO2,等等.)放空到界区。底部的液态丙烯经过丙烯冷却器后直接进入丙烯干燥器中的一个，以便脱除其它有害物质。在脱除极性杂质后，用丙烯泵把丙烯的压力提高。然后通过过滤器对丙烯进行过滤，脱除其中的污染物颗粒后进入反应系统。均聚和无规共聚反应丙烯聚合反应是在流化床反应器内进行的，反应压力为3.38MPa（G），反应温度大约在67°C树脂的特性主要由所使用的催化剂的类型以及循环气体的组分来控制。通过即时预报反应器中树脂的特性，在必要时进行变量调整，计算机可以保持封闭的树脂特性控制回路。树脂的特性不会随着生产率而变化。反应器压力通过不同的丙烯给料率来进行控制。氢气、乙烯以及循环气中的丙烯由一个在线的循环气分析仪进行测量，流量则是自动控制以便保持所需要的循环气体组分。聚合催化剂，作为矿物油中的料浆，贮存在一个转鼓里。在叉式自动装卸车的末端用一个翻桶机操作和倾倒催化剂桶。为了避免催化剂固体沉淀，这些转桶在转桶机上进行翻转。催化剂卸料泵把物料卸到带搅拌的料浆进料罐。催化剂通过浆料进料泵从该容器打到反应器。通过给电子体进料罐，把给电子体物质供给到循环气系统。用给电子体抽桶泵把给电子体从运输桶中卸下来。用给电子体进料泵把给电子体从这些容器卸到装置1线反应器。给电子体泵则把给电子体从这些容器供给到装置2线反应器(C-4601)。该反应器有两个产品排放系统，这两个系统都可以互相切换并且可以独立地操作。每个系统都包括一个产品仓和一个产品吹出罐。粒状产品连续地从产品仓落到产品吹出罐，然后把产品直接输送到产品接收罐（在生产均聚物和无规共聚物期间），或者直接把产品输送到传输罐（在生产抗冲共聚期间）。在工艺受干扰时，聚合反应可以用阻聚系统停止或者放慢反应速度。阻聚系统把多于一百多倍所需的化学当量的CO（一氧化碳）喷射到该反应器里。即使CO（一氧化碳）的混合不均匀，这些过量的CO（一氧化碳）也确保完全阻止反应。万一在停电时，没有循环气指示时，以及在大部分压缩机停车时，可采用该循环气透平在减速的条件下驱动该循环气压缩机。通过把床层里的反应物吹扫到火炬，反应可以很快得以重新开始，从而恢复催化聚合反应。通过从丙烯蒸发器蒸发的丙烯吹扫仪表，可以保持仪表管口清洁，没有树脂。抗冲共聚反应聚合反应中的抗冲聚合是在第二流化床反应器内进行的，反应压力为2.07MPa（G），反应温度大约在70°C用第一反应器的产品排放系统通过密相输送，将均聚物树脂送到第二反应器到输送罐过滤器。树脂从输送气体中沉降下来，输送气则通过输送罐过滤器送到尾气回收系统。树脂通过重力流到输送罐。当输送完成时，输送罐便从输送罐过滤器中隔离出来，并且用循环气压缩机出口的循环气提升输送罐压力，再通过重力流让均聚物树脂落入反应器中。而留在该输送罐里的气体则回收到尾气回收系统。和反应器1一样，反应器2有两个排放系统，这两个排放系统可以互相切换或者独立操作。每个系统都包括一个产品仓和一个产品吹出罐。粉料产品连续地从产品仓落到产品吹出罐，然后把产品直接输送到产品接收罐。树脂脱气把树脂从产品排放系统输送到立式沉降床产品接受罐，使用密相输送系统。输送气体是碳氢化合物和氮气的混合物，它从料斗的分离空间中分离出来。该气体和两个反应器的循环气放空气一起经过产品接受器过滤器进行过滤，以便在进入放空回收系统之前除去夹带的固体。树脂在产品接受器中的压力为0.02MPa(G），温度为60℃树脂从产品接受器进入到产品接受器旋转给料器中，再到产品吹扫料斗。产品吹扫料斗，也设计有质量流量，树脂有规定的具体停留时间，用来吹扫树脂中没有溶解的微量碳氢化合物。含有蒸汽的氮气混合物从料斗的底部进入，用来吹出碳氢化合物以及使残余催化剂失活。来自吹扫料斗顶部的放空气体在进入到火炬总管之前经过产品吹扫过滤器进行过滤。产品吹扫料斗设计有一小时最短的吹扫停留时间。料斗的操作范围包括额外一个半小时的停留时间。3个小时的吹扫容量包括在产品吹扫料斗的设计里。在较小的工艺波动中，该吹扫容量将作为反应系统中树脂的中间储存器。在料斗里面有一个内部的圆锥体，在树脂离开料斗之前确保对树脂进行适当的吹扫。对于抗冲的生产装置线，有可能生产出粘性的产品，该产品吹扫料斗可以进行树脂再循环。对均聚物或者无规共聚物没有任何的技术要求。来自吹扫料斗的树脂从产品吹扫料斗旋转给料器送入。树脂通过重力流到混合器给料料斗中。一股切向流送到添加剂添加区域用于混合。尾气回收设计放空回收系统是为了把丙烯从树脂脱气系统放空中进行回收。产品接受器放空主要分成三股气流。第一种是氮气，排放掉是为了避免在反应系统中形成聚集。第二种是富含丙烯的气流，再循环返回到反应区域。第三种是丙烷，排放掉同样是为了避免在反应系统中形成聚集。添加剂的添加固体添加剂混合系统是一个在室内的用粉状树脂对粒状添加剂进行干燥掺合混合的系统。该混合是把添加剂和树脂分批量通过人工称重进行，之后把它们倒入母料树脂混合器，然后在母料树脂混合器进行混合。混合完的母料树脂和固体添加剂进入挤压机中参与树脂的混炼与改性。通过液体添加剂（过氧化物）卸料泵，把液体添加剂从运输的容器中转运到液体添加剂罐。过氧化物由液体添加剂泵打到挤压机料斗中。造粒粉状的树脂、添加剂以及液体添加剂的主物料流从树脂添加剂系统通过混合器给料贮斗。熔融态的树脂经过换向阀进入到熔融过滤装置即换网器。在线融指仪监控聚合物流出熔融过滤网后的熔融指数。然后经过一个低压力降的模板，熔体流到水下造粒系统，在此有一个旋转刀片把熔体切割成颗粒状。包含粒料的水料浆用泵打到块料移除设备和粒料干燥机。造粒水返回到水下造粒系统，通过一个造粒水筛网，一个造粒水泵以及一个造粒水冷却器。干燥后的颗粒送到筛分机，在此去除超大的颗粒。产品颗粒通过重力流到用户提供的树脂风送系统。风送系统聚丙烯装置由两（2）个反应器/造粒系列组成。每条风送管线的配置详见下表。颗粒的输送粒状料的输送1号反应系列A1管线B1/B2管线C1/C2管线E1/E2管线2号反应系列A2管线B3/B4管线C3/C4管线E3管线A1管线与A2管线A1管线不断将颗粒从工艺区送至颗粒掺混料仓区域。B1管线、B2管线、B3管线与B4管线B1管线和B2管线主要用于在等外品料仓内使颗粒进行再循环，并在混合料料仓内混合成品颗粒。该操作需要间歇进行。B3/B4管线几乎与B1/B2管线相同。只是位号不同，且B3/B4管线为2号反应系造粒系统的再循环。C1/C2管线与C3/C4管线C1/C2管线将颗粒从混合料仓送到装袋料仓。该操作需间歇进行。C3/C4管线与C1/C2管线基本上相同，只是项目编号不同，且C3/C4管线上为传送至2号反应系造粒系统的颗粒。E1/E2管线与E3管线E1管线通过旋转给料机从粒状树脂斗将粒状树脂传送至种子料仓，以将粒状树脂作为“种子树脂”保存起来。E2管线通过旋转给料机从种子料仓将种子树脂传送至1号反应系反应器或2号反应系反应器。料仓的清洗料仓清洗气体由两台料仓清洗风机中的任一台提供。每台风机内都装有在线过滤器。包装系统包装系统主要由以下部分组成：编号描述数量各条管线的生产能力编制袋或膜包装25公斤包装生产线（每一条生产线都由装袋设备、码堆机以及伸缩膜包装机组成）五条生产线30吨/小时（即1200袋/小时@25公斤料袋）吨包装一吨大料袋填装生产线一条生产线30吨/小时（30袋/小时@1000公斤大料袋）C4下游产品装置工艺流程年产14万吨2-丙基庚醇（2-PH）装置以MTO装置分离出的混合碳四为原料，整套工艺流程装置主要分成五个单元：MTBE单元、丁二烯加氢单元、丁烯-1单元、低压羰基单元和醇精制单元，以及配套的公用工程和辅助设施。（1）MTBE单元原料混合C4由烯烃分离罐区泵送至C4-甲醇混合器。从装置外罐区来的新鲜甲醇和装置内回收的循环甲醇进入甲醇原料罐。经泵增压计量后在混合器中与混合碳四充分混合，混合物料中的甲醇与异丁烯的摩尔比维特在1.1～1.2间。混合后的物料直接进到预热器预热至35～40℃，再进入预反应器中。反应物料经催化剂脱除原料中携带的金属离子、碱性化合物，然后在催化剂作用下原料C4中的异丁烯与甲醇反应生成MTBE，该反应为放热反应，反应热使反应温度逐渐升高。在进行醚化反应时，同时可能有少量副反应生成物叔丁醇（TBA）、二聚物（DIB）、二甲醚（DME）、水、甲基仲丁基醚（MSBE）生成，控制适当的操作条件，可以控制副反应。催化蒸馏塔分为催化蒸馏上塔和催化蒸馏下塔两部分。催化蒸馏下塔是催化蒸馏塔的提馏段，其作用是将产品MTBE、碳四、甲醇分离，并保证产品MTBE纯度≥98%以上。催化蒸馏下塔底部流出物为MTBE产品，温度约124℃，依靠塔的压力压出，经换热器与预反应器出料换热后，再经MTBE产品冷却器冷却至40℃后，送往装置外MTBE产品罐贮存。催化蒸馏上塔包括精馏段、反应段。在催化蒸馏下塔中分离出的未反应的异丁烯与甲醇以汽相状态从催化蒸馏下塔顶流出，进入催化蒸馏上塔底，在反应段进一步反应，使异丁烯的转化率进一步提高，达到99.5%以上；催化蒸馏上塔的塔釜液相物料，经内回流泵回流至催化蒸馏下塔的顶部；为了节约能耗，在催化蒸馏上塔的操作条件下，剩余甲醇与未反应C4形成低沸点共沸物从催化蒸馏上塔顶馏出。汽态馏出物经催化蒸馏塔冷凝器冷凝，冷凝液流入催化蒸馏塔回流罐。用催化蒸馏塔回流泵从回流罐抽出冷凝液，一部分作为催化蒸馏上塔的回流打入塔顶，其余部分作为出料进入萃取塔。催化蒸馏上塔塔顶出料，即反应剩余甲醇与未反应C4的共沸物，在进萃取塔之前经甲醇萃取塔进料冷却器冷却至40℃后进入甲醇萃取塔下部。萃取水由萃取水泵送出，经萃取水冷却器冷却后从萃取塔上部进入。在萃取塔中，甲醇与未反应C4的混合物为分散相，萃取水为连续相，两相连续逆流接触，用水把甲醇从C4馏分中萃取出来，萃余液即不含甲醇的未反应C4，借助塔的压力送至剩余碳四缓冲罐，然后经泵送出至罐区或下游装置。萃取液为甲醇水溶液，从萃取塔塔底排出。从萃取塔塔底排出的甲醇水溶液与甲醇回收塔塔釜的出料在换热器换热后进入甲醇回收塔。在甲醇回收塔中将甲醇与水分离开，甲醇回收塔顶馏出物是甲醇、微量C4和DME的混合物，经甲醇回收塔冷凝器冷凝后进入甲醇回收塔回流罐。回流罐压力操作为0.3MPa，微量C4溶解在甲醇中，气体进入瓦斯排放系统。甲醇回收塔回流泵从甲醇回收塔回流罐中抽出回收的甲醇，其中大部分作为回流送入甲醇回收塔顶部，少部分作回收的甲醇送入甲醇原料罐，循环使用。甲醇回收塔底部排出的含微量甲醇的水，经换热器与甲醇回收塔进料换热后进入萃取水泵，再经萃取水冷却器冷却后作为萃取塔的萃取用水送入再进到萃取塔上部，循环使用。催化蒸馏塔内装填催化，使用中不免有催化剂脱磺现象，经水洗后，萃取水显酸性，对设备有腐蚀，增设萃取水净化器，脱除萃取水的阳离子。催化蒸馏塔、甲醇回收塔的热源均为1.0MPa蒸汽，催化蒸馏塔由再沸器供热，甲醇回收塔由再沸器供热。（2）丁二烯加氢单元根据提供的原料组成，丁二烯最高浓度可达1.9wt%，经MTBE装置后，会提高到2.07(wt)%。由于丁二烯的浓度比较高，为了保证丁烯-1的收率，加氢单元采用两个反应器，当原料中丁二烯含量超过0.5wt%时，将两个反应器串联使用，在第一个反应器中将绝大部分的丁二烯反应转化，余下的部分在第二反应器中几乎完全转化。当原料中丁二烯含量低于0.5wt%时，可使用一台反应器。本工艺流程中，两台反应器可分别单独运行。氢气在每一个反应器中分两股进入，一股从反应器的入口管道上进入，另一股从反应器的中部进入，其流量由在线分析仪的分析结果，通过计算机控制自动调节。（3）丁烯-1单元加氢后的碳四靠压力输送到丁烯-1单元的脱异丁烷塔的进料塔板上。经过脱异丁烷塔的分离，进料中的C3、异丁烷等轻组分作为低沸点物质从塔顶馏出，进料中的微量水作为低沸点共沸物也可从塔顶脱除，塔顶汽相物料经脱异丁烷塔顶冷凝器冷凝后进入脱异丁烷塔顶回流罐。冷凝液中所带的水在塔顶回流罐内沉降分层，淅出的水由脱水包液位控制阀切至MTBE装置，液体部分经脱异丁烷塔顶回流泵抽出，一部分打入脱异丁烷塔顶塔板上作为回流，一部分经冷却器冷却后去剩余碳四罐。塔顶的不凝汽由脱异丁烷塔冷凝器顶部通过手动遥控阀排至火炬。由于脱异丁烷塔比较高，须分为两座塔，分别称为脱异丁烷塔上塔和脱异丁烷塔下塔。脱异丁烷塔下塔顶部汽相物料通过管线引入脱异丁烷塔上塔底部作为上升汽相物流，脱异丁烷塔上塔塔釜液体通过脱异丁烷塔中间泵送至脱异丁烷塔下塔顶作内回流液。脱异丁烷塔塔釜物料为脱掉异丁烷等轻组分的碳四馏分，经丁烯-1精馏塔进料泵抽出，送至丁烯-1精馏塔的进料塔板上作为进料。脱异丁烷塔底用重沸器加热，热源为系统来的低压蒸汽。来自脱异丁烷塔釜的物料，在丁烯-1精馏塔的分离作用下，其中丁烯-1作为轻组分流向塔顶。塔顶汽体经冷凝器冷凝后进入塔顶回流罐，通过丁烯-1精馏塔顶回流泵，一部分作为回流打入丁烯-1精馏塔顶，一部分作为丁烯-1产品经冷却器冷却后送入丁烯-1产品检验罐或送到下游PE装置。丁烯-1产品也可直接出料到丁烯-1成品罐区。丁烯-1产品检验罐为2台相同的贮罐，丁烯-1产品每12小时装满一个罐后，切换到另一个罐。装满丁烯-1产品的罐必要时可用丁烯-1产品泵的一台进行倒罐使其均匀，并经取样分析合格后用丁烯-1产品泵的一台送出界区。塔顶的不凝汽由丁烯-1精馏塔冷凝器顶部通过手动遥控阀排至火炬。由于丁烯-1精馏塔比较高，须分为两座塔，分别称为丁烯-1精馏上塔和丁烯-1精馏下塔。丁烯-1精馏下塔顶部汽相物料通过管线引入丁烯-1精馏上塔底部作为上升气相物流，T105A塔釜液体通过脱异丁烷塔中间泵送至丁烯-1精馏下塔顶作内回流液。丁烯-1精馏塔底物料是以正丁烷和丁烯-2为主的重馏分，经过冷却器冷却后，用丁烯-1精馏塔底泵抽出后送到剩余碳四罐与脱异丁烷塔顶产品混合。混合后的剩余碳四由泵送至2-PH装置。丁烯-1精馏塔底用重沸器加热，热源为系统来的低压蒸汽。在界区内设蒸汽凝液罐，蒸汽冷凝液首先进入凝液罐，然后由泵将其送出界区。（4）低压羰基单元化学反应戊醛由混合丁烯、一氧化碳和氢气在适当的条件下反应生成：反应在三台并行的搅拌反应器液相中进行，反应器里包含铑/NORMAXTM催化剂和混合的反应物，产物和副产物。副产物很大程度上产生于戊醛自聚后的一系列化学反应而产生的重组分。合成气净化为了在1号合成气净化罐中有效的除去羰络金属，合成气需在1号合成气换热器中被加热到所需的温度；如有需要，合成气进在换热器前先加入一小股氧气帮助除去羰络化合物。合成气在2号合成气换热器中进一步加热，再通过中压蒸汽在合成气过热器中过热，在合成气2号净化罐中除去氧气，氯气和硫化合物，得到最终的净化。在进入合成气过滤器除去催化剂颗粒和金属微粒前，合成气在两换热器中部分冷却。合成气之后作为羰基反应器进料。混合丁烯净化混合丁烯在混合丁烯预热器中被用调和水加热，液态混合丁烯先在1号混合丁烯净化罐中将硫化物和氯化物降到很低的水平，使其达到羰基反应的要求。微量氧和不饱和烃在烯烃除氧器中通过选择加氢反应去除。而催化剂残余颗粒和金属微粒在混合丁烯过滤器中脱除。羰基反应混合丁烯进入1号羰基反应器，大量的合成气进料通过反应器内部的分布器进料。在蒸发器中回收的催化剂溶液通过外部冷循环回到1号反应器中。这个循环由1号羰基反应冷却器，1号反应器循环泵和用于除化学反应产生的热量加入的调温水组成。包含溶解的催化剂和未反应混合丁烯的液相产物戊醛在液位控制下从1号羰基反应器到2号羰基反应器。1号羰基反应器放空气进入合成气进料管线，通过内部分布器一并进入2号羰基反应器，第二反应器反应产生的热量通过反应器内部盘管通入的调温水回收。2号羰基反应器中的液体在液位控制下进入3号羰基反应器。1号羰基反应器放空气进入合成气进料管线，一并喷射进入3号羰基反应器，第三反应器反应产生的热量通过反应器内部盘管通入的调温水回收。含有催化剂和副产物的反应产物在液位控制下进入蒸发器。来自第三反应器的气体排放通经过反应器放空冷却器冷却回收醛类产品，液相返回蒸发冷凝罐，气相进入能源公司燃料气系统。调温水系统调温水系统主要用于回收羰基反应器反应产生的热量和控制羰基反应温度的循环系统。一些低能级的热量通过提供混合丁烯预加热器和混合丁烯脱氧加热器得到回收，但是主要的低能级热量通过调温水冷却器被冷却水冷却。调温水系统由调温水缓冲罐和作为进料的调温水泵组成。大部分的调温水在调温水冷却器中通过冷却水冷却，冷却后的调温水为反应器反应器提供冷量。调温水冷却器旁路温度稍高的调温水，用于提供各个反应器调温水的温度调节。调温水开车加热器用于开车时加热调温水的循环。产品分离和C4精馏在这个部分，产品和轻组分从反应器产品溶液中分离。一些轻组分（主要是未反应的原料）被回收，剩下的为混合醛类产物。未反应的C4主要以液态形式送去界区。a.蒸发器和催化剂回收来自3号羰基反应器的溶液进入蒸发器，以将醛类产物从催化剂溶液中分离，同时要保证此过程铑催化剂温度不能过高。蒸发器用热水加热。热蒸汽与液体在蒸发分离罐分离。蒸发分离罐中设有除沫器和过滤器，任何残剩的催化剂溶液都会在蒸发分离罐中得到回收。醛类从蒸发分离罐顶产出，在蒸发冷凝器中被冷凝冷却。蒸发分离罐中浓缩的催化剂溶液在蒸发后冷器中冷却，在液位控制下通过泵回送到1号羰基反应器中，从而达到催化剂系统完全液相循环。热水循环系统为蒸发器提供热量，热水从热水平缓冲罐通过热水泵泵送入热水加热器，之后进入蒸发器。b.鼓风机未冷凝的蒸汽在蒸发冷凝罐中与醛类分离，蒸发冷凝罐中未冷凝的蒸气大部分通过鼓风机来循环至蒸发器，以促进产品从催化剂循环中蒸发。一股洗气用于控制惰性组份和碳四的含量，通过循环冷冻水冷凝器冷凝，冷凝液回到蒸气冷凝罐。没有冷凝的气体进入燃料。c.C4塔来自蒸发冷凝罐的冷凝液主要是醛类产品，经泵打入C4塔换热器。进料加热后进入C4塔，经塔底再沸器提供热量，蒸发气提，分离残余的丁烯和一氧化碳。C4塔顶馏出物经冷凝器冷凝，冷凝液在C4回收罐进行分离，一部分经泵打入作为回流液；另一部分通过C4回收泵送入界区。没有冷凝的气体和羰基反应器排放的气体一并送入能源公司火炬系统。C4塔底馏出物经C4塔换热器冷却，作为缩合反应系统的进料。醛类经醛冷却器冷却后可以被储存。催化剂溶液的储存和配制这部分包括催化剂的储存和反应系统相关的催化剂配制设备。羰基合成初始阶段催化剂溶液需要配制，一旦装置进入运行阶段，一定量的铑/NORMAX催化剂有时也需要加入反应器中。a.储存催化剂储存罐即用于为羰基反应系统提供新鲜的催化剂溶液的储存，又可以为三台反应器停工时催化剂溶液提供储存。b.配制在催化剂混合罐中，将催化剂固体铑和铁络合物溶解在醛溶液中，从而配制成羰基反应催化剂。混和罐有一个搅拌器，催化剂混合搅拌器将固体催化剂在溶液均匀分布，从而更快的溶解。经完全混合后，每一批配好的催化剂溶液通过催化剂泵送到反应系统或存储罐。（5）醇精制单元化学反应2-丙基庚醇（2－PH）由戊醛通过两步反应生成，第一步戊醛缩合反应生成基本的醇醛，基本的醇醛脱水生成2-丙基-3-丁基丙烯醛（PBA）。第二步反应是PBA加氢反应生成2-PH。副反应在戊醛的异构体2-甲基丁醛和等摩尔的戊醛（VAL）中发生，生成2-丙基4-甲基2-己烯醛（ISOPBA）。在加氢反应部分，ISOPBA完全加氢生成4-甲基2-丙基己烯醇。在缩合步骤中，戊醛与小部分的NaOH溶液反应生成戊酸盐。缩合反应缩合反应和脱水反应在含有氢氧化钠溶液的液相搅拌釜反应器中进行，反应温度是120℃，未反应的醛在精馏塔内与PBA分离，塔底的PBA从水相中萃取出直接进入加氢系统。戊醛来自C4塔或戊醛罐作为缩合反应反应器的进料，在反应器中通过缩合反应器搅拌器将循环的氢氧化钠和有机物循环物料进行混合。产品物料进入缩合反应循环塔，将PBA与戊醇和一些未反应的戊醛等轻组分分离。缩合反应循环塔塔顶的冷凝液萃取成两股物料，一股富含戊醛物料和一股以水相物料（约含1.5wt%戊醛）。一股有机清洁管线用来控制轻组分结垢，富含戊醛物料通过醇醛有机物循环泵送回到反应器中。中压蒸汽通过醇醛塔再沸器使物料再沸，液相通过醇醛塔再沸器泵达到强制循环换热。液相包含PBA离开缩合反应循环塔底部，先经过醇醛换热器冷却，加热萃取出将进入加氢反应的PBA，在进入PBA萃取分离器前通过醇醛塔冷却器进一步冷却。新鲜的氢氧化钠溶液在萃取的水相层大量增加，约含2.0wt%的氢氧化钠和5wt%的戊酸钠，碱液返回反应器与戊醛进料混合。一股清洁循环管线用来控制戊酸钠结垢，最终送往污水处理场。萃取器上层PBA饱和水溶液，不需要进一步的净化就能用于加氢反应生成2－PH。这股物料通过低压加氢进料泵送入低压加氢转换器。为了维持整个系统的水平衡，从萃取器底部的水相回流到缩合反应循环塔。加氢反应在缩合反应中生成的PBA作为加氢系统的进料，加氢反应生成2-丙基庚醇产品，该反应在液相中进行。来自PBA萃取器的PBA经过醇醛换热器加热后，与高压氢气混合后作为低压氢气转换器的进料。加氢反应在填料床层中进行。一股排放气被送入燃料气系统。低压加氢转换器的塔底物料经LPH加氢循环冷却器冷却，然后用泵送入LPH加氢脱气器中。循环物料与进料一起进入低压蒸汽转化器中。来自LPH加氢脱气器的顶部的物料送入火炬系统。粗2-PH料液在自身压力作用下送入精馏系统，经粗醇过滤器除去含有的催化剂微粒后，进一步分离其中的轻、重组分。精馏系统来自加氢反应的醇粗产品，经精馏后将缩合反应和加氢反应中产生的轻、重组分分离。中间精制用来使未反应原料在溶液中处于完全饱和状态。精产品被送去储存。来自加氢反应后的2-PH粗产品作为预精馏塔进料，在真空条件下去除重组分，精馏的热量由中压蒸汽通入预精馏塔再沸器提供。预精馏塔塔顶物料被冷凝器冷凝，冷凝液在预精馏塔回收罐里回收，没有冷凝的蒸汽进入精馏真空系统，预精馏塔塔底进入重组分塔循环。回流罐收集的冷凝有机物部分通过预精馏塔回流泵回流到预精馏塔中，部分含醇物料通过精制塔进料泵进入液相精制塔中。在回收罐收集的水相凝液通过预精馏塔水相冲洗泵进入喷射器冷凝罐中。进入液相精制塔的醇物料首先在精制塔进料加热器加热，在液体精制塔中与高压氢气反应将未反应的组分达到饱和状态。精制塔产品通过醇过滤器去除催化剂颗粒，在精制塔脱气器中分离剩余的气体，脱气后的醇进入精馏塔。精馏塔在真空状态下操作，将2-PH与轻组分相分离，精馏所需热量由中压蒸汽向塔釜再沸器提供。精馏塔顶物料由塔顶冷凝器冷凝，塔顶冷凝物在精馏塔回收罐中收集，不凝气送入精馏塔真空系统中。在回收罐中，冷凝液中的有机相得到分离回收，回流入塔中，轻的组分经精馏塔回流泵打入废液燃料系统。回收罐中水相冷凝液通过精馏塔水相冲洗泵打入喷射冷凝罐中。精馏塔塔底出料由精馏塔产品泵通过产品冷却器后储存。预精馏塔塔底釜物料泵送入重组分精馏塔中回收其中的PBA。塔釜所需热量由中压蒸汽向塔釜再沸器提供。重组分精馏塔塔釜物料经泵打入废液燃料系统，而塔顶物流经冷凝器部分冷凝，不凝气送入真空系统，凝液一部分回流进入重组分精馏塔，另一部分循环进入LPH进料泵。水汽提塔精馏系统和缩合反应部分的水相流出物以及真空系统的凝液送入水汽提塔中。在汽提塔系统的有机物被回收作为燃料，气提后的废水被送入界区外废水处理场。来自预精馏塔冷凝器和精馏塔冷凝器中的排放气进入真空精馏系统。真空系统的冷凝液、预精馏塔和精馏塔回收罐的水相冲洗物料、羰基反应单元中催化剂平衡系统的水均在喷射凝液罐中收集。喷射凝液罐中的水通过水汽提进料泵进入水汽提塔。在水汽提塔中通过低压蒸汽直接注入，将有机物从粗的水相进料中汽提。汽提塔塔顶物料通过冷凝器冷凝进入水汽提塔萃取器。有机相进入液体燃料系统，水相回流进入喷射器冷凝罐。水汽提塔的下层水相物通过汽提塔底部冷却器冷却后，送入界区外作为废水处理。（6）中间罐区装置内设有中间罐区，用于放置2-PH中间罐，催化剂停留罐、液体燃料罐以及戊醛缓冲罐。产品经2-PH中间检验罐检验合格后送往产品罐区，不合格的产品返回前段工艺。装置内设有液体燃料罐用于储存装置内产生的副产品回收碳四，副产品作为液体燃料外销。产品方案选择空分装置产品方案空分装置生产的高压氧气、中压氮气、低压氮气、低低压氮气、仪表空气、工厂空气通过管道输送至全厂各个用户。副产的液氧、液氮产品贮存在储槽内，通过槽车由陆路运输外销。空分装置也可生产液氩，本项目单套空分装置的液氩生产能力超过2000Nm3/h，6套空分装置合计生产能力超过10000Nm3/h。气化产品方案气化装置的产品为粗合成气，粗合成气的有效气产量为：102.12×104Nm3/h。其主要组成见下表：表1.3-1 粗合成气主要组成表序号名称分子式分子量V%(干基)1氢气H2236.212一氧化碳CO2844.723二氧化碳CO24417.724甲烷CH4160.125氩Ar400.126氮气N2280.197硫化氢H2S340.668硫氧化碳COS600.049氨NH3400.23压力：6.26MPa（G）温度：240净化产品方案（略）甲醇产品方案本装置生产的MTO级甲醇满足下游MTO装置生产的需要，规格详见下表。表1.3-2 MTO级甲醇规格表1.3-3 MTO级甲醇中杂质规格DMTO产品方案1）依据项目规划，从资源条件、产品市场、技术的先进性和可靠性、项目的经济合理性、资金筹措能力等方面综合考虑，确定本项目产品方案为120万吨/年烯烃。表1.3-4 产品方案及产量序号产品名称单位产量备注一主产品1丙烯104t万吨/年60.32乙烯104t万吨/年61.6二副产品1燃料气104t万吨/年9.882C4104t万吨/年19.783水104t万吨/年217.34C5104t万吨/年5.232）DMTO产品规格（1）.乙烯规格（全厂的中间产品）见下表。表1.3-5 乙烯规格规格名称数值组分乙烯99.95%vol.min.甲烷+乙烷500ppm.vol.max.丙烷10ppm.Vol.max丙烯和丙烯以上重组分10ppmvol.max.乙炔2ppmvol.max.一氧化碳0.5ppmvol.max.二氧化碳3ppmvol.max.氢5ppmvol.max.总羰基（MEK）1ppmvol.max.氧1ppmvol.max.硫（S）1ppmwt.max.氯化物（CL）1ppmwt.max.水3ppmvol.max.甲醇1ppmvol.max.总氮量（N）5ppmvol.max.丙二烯5ppmvol.max.氨0.2ppmvol.max.砷0.03wtppm.max.氧化物5ppmvol.max.COS0.02ppmvol.max.（2）.丙烯规格（全厂的中间产品）见表1.3-6。表1.3-6 丙烯规格组成含量丙烯99.6%（wt）-最小丙烷0.4%（wt）-最大甲烷100mg/kg（wt）-最大乙烷200mg/kg（wt）-最大乙炔1mg/kg（wt）-最大乙烯100mg/kg（wt）-最大MAPD10mg/kg（wt）-最大氧化物含量5mg/kg（wt）-最大1.3.6聚乙烯装置产品方案传统上聚乙烯历来是乙烯的最主要用户。在所有国内大型乙烯联合装置，聚乙烯装置都是消费乙烯的最大用户，聚乙烯消费乙烯占到乙烯产量的80%以上。比如大庆石化120万吨乙烯改造后，聚乙烯消费乙烯更是占到乙烯产量的95%以上。由于抗冲击聚丙烯产品越来越受到市场的重视，本方案考虑将小部分乙烯作为共聚单体供给聚丙烯装置。聚乙烯的生产需要部分丁烯-1或己烯-1作为共聚单体，一般LLDPE需添加8-10%wt共聚单体，HDPE需添加3%wt以下的共聚单体。DMTO工艺路线副产C4可以进行综合利用，回收利用其中的丁烯-1来满足聚乙烯生产所需要的共聚单体。高端HDPE和LLDPE专用料产品主要使用己烯-1作为共聚单体，乙烯和己烯-1共聚产品的耐环境应力开裂、断裂伸长率、拉伸强度、抗撕裂强度和冲击强度等性能远高于乙烯和丁烯-1共聚产品，而世界范围内的己烯-1供应量不足，国内市场更甚。本可研暂按2万吨/年乙烯考虑一套乙烯三聚生产己烯-1装置，主要用于本工程中聚乙烯装置，剩余部分可以外卖，供应西北地区周边煤化工项目的聚乙烯装置。本可研初步推荐的乙烯平衡有三种方案如下:：A.40万吨/年FDPE装置（气相法）+20万吨/年LDPE装置（管式法）+2万吨/年己烯-1装置+供给聚丙烯装置。B.30万吨/年LLDPE装置（气相法）+30万吨/年HDPE装置（浆液法）+2万吨/年己烯-1装置+供给聚丙烯装置。C.2套相同的共60万吨/年FDPE装置（气相法）+2万吨/年己烯-1装置+供给聚丙烯装置。，方案C的其产品排产计划:见下表：表1.3-7 1#线全密度聚乙烯装置以线性低密度聚乙烯为主的产品方案表产品类型牌号基础树脂产量千吨共聚单体催化剂熔融指数2.16kg密度g/cc应用LLDPE吹膜HS-7001流延拉伸膜HS-7002流延拉伸膜LLDPE注塑DNDA-8320优质家用器皿、垃圾箱和容器DNDA-8350家用器皿、优质盖子（注塑）表1.3-8 2#线全密度聚乙烯装置以高密度聚乙烯为主的产品方案表产品类型牌号基础树脂产量千吨共聚单体催化剂熔融指数2.16kg熔融指数21.6kg密度g/cc应用LLDPE吹膜DFDA-7042DJM-182070丁烯UCAT-J2.00.918掺混料、农膜及衬里DFDA-7047DJM-181030丁烯UCAT-J1.00.918掺混料、农膜及衬里HDPE吹膜HS-7023DJM-4119H30己烯UCAT-J1.90.941高性能衬里膜HDPE注塑DMDA-8007DJM-638250均聚物UCAT-J8.20.963板条箱、容器、储存箱DMDA-8907DJM-5265H20己烯UCAT-J6.50.952无盖桶（高ESCR）旋转成型DNDC-7148DJM-3450H30己烯UCAT-J50.934化学品罐、室外容器、玩具HDPE吹塑DMDA-6400DFX-605220均聚物UCAT-G0.80.961奶瓶、果汁瓶和水瓶

PE-100管材UHXP-4808DBX-4906H20己烯BMC-20060.949高性能管—水气分配合计300表1.3-9 己烯-1装置产品和副产品产品种类货物形态运输方式产量吨运出量吨精己烯-1液汽车2016811978混合C10液汽车14961496内己烯液汽车224224残液液汽车224224根据总体情况，本可研需要至少消化60万吨/年的乙烯，目前气相法的经济规模在30万吨/年以上，管式法的经济规模在20万吨/年，环管浆液法的经济规模在30万吨/年以上。考虑己烯主要用于本工程自身使用及工程放大的风险，己烯-1装置2万吨/年规模是比较合适的。推荐经过对技术经济指标的计算，方案A、方案B、方案C的财务内部收益率均高于基准收益率（基准收益率12%），各方案在财务上均可行。（详见本装置可研）推荐方案：综合市场分析结果，结合各方案的特点,重点对三个方案进行了经济技术方面的全面考察，本可研推荐方案为方案C，所有技术、经济方面的论述均对应于方案C。方案A和方案B作为本可研的备选方案。C方案的主要优点如下：建设2套相同技术的FDPE装置（如独山子乙烯），可最大限度地节省投资及建设周期，两条生产线可生产高、中、低各种密度的聚乙烯产品,不降低产品涵盖范围及产品档次。工艺技术成熟可靠，在聚乙烯技术的细分市场占主导地位。属主流工艺技术。气相流化床工艺操作条件温和，压力低、温度低，聚合反应具有自限性，不会超压，工艺本身具有本质安全的特点。三废较少，极易满足政府对空气、水、废弃固体方面的环保要求。（4）建设投资最低，投资回报率最高。1.3.7聚丙烯装置产品方案产品方案研究丙烯下游主要产品链分析丙烯是继乙烯之后的第二大石化原料，丙烯通常有三个级别：炼厂级丙烯、化学级丙烯和聚合级丙烯，以丙烯为原料可以向下游衍生苯酚/丙酮、聚丙烯、丙烯腈、丁辛醇、异丙醇、丙烯酸及酯、环氧丙烷、环氧氯丙烷及汽油添加剂等。由丙烯加工生产的下游衍生物广泛应用于国民经济的各个领域：如家用电器、涂料行业、建筑材料、汽车工业、电子电器、医药工业、卫生用品等。目前国内丙烯主要下游衍生物产品链分别如下图：丙烯下游产品方案选择A．丙烯下游主要产品市场及原料、储运要求：（1）聚丙烯聚丙烯是最重要的丙烯衍生物，国内外聚丙烯消费的丙烯量均在60%以上。2008年我国聚丙烯总生产能力约733.2万t/a，消费量为1077.9万t，其中进口量278.89万t，自给率为72.7%。预计到2012年我国聚丙烯需求量将达到1260万t，届时聚丙烯产能为1072万t/a，仍然存在较大的供求缺口。聚丙烯市场容量大，生产工艺流程短，产品易于运输，是本方案选择的重点品种。（2）丙烯腈丙烯腈是丙烯的第二大消费领域，2008年我国丙烯腈产能为112万t/a，产量91.6万t，进口31.6万t，消费量为120万t。由于腈纶和ABS需求增长较快，预计到2012年，我国丙烯腈需求量将达到218万t。从国内整体市场来看，丙烯腈发展前景不错，但西北地区区域市场不容乐观，加上丙烯腈具有剧毒，运输存在问题，因此，在本项目中暂不考虑。（3）丁辛醇丁辛醇是重要的丙烯衍生物之一，2008年我国丁醇和辛醇生产能力分别为35.5万t/a和58万t/a，表观消费量分别达到58.8万t和79.2万t，产品自给率在60%左右。2010年我国丁醇和辛醇需求量将分别达到98万t和109万t，而产能分别为70万t/a和71万t/a。从目前来看，国内丁辛醇自给率低，市场好，但值得关注的是由于塑料制品的卫生安全越来越受到关注，丁辛醇目前主要的下游产品，DBP和DOP增塑剂的前景存在着一定的不确定性。而且丁辛醇属于液体化工产品，长距离大量运输有一定的难度。（4）环氧丙烷环氧丙烷主要用于下游各种产品的生产，如丙二醇、丙二醇醚和聚醚多元醇。本项目建设环氧丙烷装置存在一定的问题。如果采用较为先进的共氧化联产苯乙烯工艺，需要大量的原料苯或乙苯，原料来源有一定的困难。如果采用传统的氯醇法工艺，耗水量较大并且大量副产氯化钙，有较大的环保压力。目前国内环氧丙烷产能约为56万t，消费量约为65万t，随着惠州壳牌乙烯25万t/a环氧丙烷以及山东滨化集团能力3万t/a扩建等项目的投产，2010年国内环氧丙烷的产能将达到90万t/a，而届时需求量在90万t左右，因此国内市场基本供求平衡。因此，考虑到市场供求、原料来源、生产工艺以及环保等方面的原因，本项目不考虑环氧丙烷产品。（5）苯酚/丙酮丙烯与苯反应中间经过异丙苯后得到苯酚丙酮。2008年我国苯酚和丙酮的生产能力分别为58万t/a和41.7万t/a，消费量分别为73.3万t和60.8万t，自给率分别为60.4％和44.6%。预计到2010年苯酚和丙酮生产能力将达到110万t/a和72万t，需求量分别为110万t和90万t，整体上看，苯酚供求基本平衡，丙酮有一定缺口。目前东北地区苯酚丙酮产能分别占国内总产能的29%和22%，所占比例较高，另外，如考虑建设苯酚丙酮装置，存在苯的供应、液体化工产品运输的问题。（6）丙烯酸及酯丙烯酸及酯是丙烯下游产品中附加值最高的品种，近年来国内丙烯酸及酯的应用领域不断扩大，产能、进口量和消费量增长较快。2008年国内丙烯酸和酯类的产能分别为41.9万t/a和68.5万t/a，消费量分别为46.4万t和63.9万t/a，自给率均在80%以上。预计到2010年，国内丙烯酸和酯类的需求量将分别达到120万t和138万t，届时产能将分别达到112万t/a和155万t/a，丙烯酸基本平衡，丙烯酸酯将会呈现过剩的态势，另外，2010年后还将有四川乙烯19/22万t/a和兰州石化11/16万t/a两大丙烯酸及酯项目投产，预计今后市场竞争将十分激烈。通过以上分析并结合技术可靠性、投资、配套资源需求量等相关因素考虑，并对比列表如下：B．丙烯下游产品可行性分析列表

表1.3-10 丙烯下游产品可行性分析列表产品推荐规模104t/万吨/年/a市场状况技术投资资源需求配套总结聚丙烯40基数大、缺口大、发展空间大先进可靠、可行性强、风险小适中外购原料少要求较低具有较强的可行性丙烯腈25缺口大、发展前景好先进可靠、可行性强、风险小大外购11.2万吨液氨安全环保、储运要求高不建议选择丙烯酸及酯16供需平衡、竞争激烈先进可靠、风险小但需引进技术较大需配套建设丁辛醇储运要求高具有一定可行性丁辛醇25缺口大、但未来供需趋于平衡、竞争激烈先进可靠、风险小但需引进技术适中外购原料少储运要求高具有一定可行性环氧丙烷20供需趋于平衡、竞争激烈先进工艺较难获得较大双氧碱液、氯资源就近配套较难得储运要求高不建议选择苯酚丙酮25缺口大、未来市场供需趋于平衡、但延伸太空间大先进可靠、可行性强、风险小较小外购11.2万吨纯苯储运要求高，苯在建设地配套困难，环保压力大不建议选择环氧氯丙烷20产能严重过剩、市场风险大工艺成熟、风险小较大配套建氯碱产业储运要求高不建议选择异丙醇10存在缺口、发展前景好，但总体空间有限先进工艺较难获得较小外购原料少储运要求低不建议选择根据产品选择原则，对丙烯下游产品方案的分析研究结果，推荐丙烯下游产品重点研究聚丙烯、丁辛醇、丙烯酸及酯。通过物料平衡、优化组合成以下三个产品方案：表1.3-1110 研究方案 （单位：104t万t/a）序号产品名称方案一方案二方案三1聚丙烯6040352丁辛醇35203丙烯酸及酯16表1.3-1211 产品方案 （104t万t/a）序号产品名称方案一方案二方案三工程能力产量工程能力产量工程能力产量1聚丙烯6062.024039.33536.52丁辛醇35202.1正丁醇155.62.2异丁醇3.31.322.3辛醇166.43丙烯酸及酯163.1丙烯酸53.2丙烯酸酯223）研究方案的范围和内容研究方案范围主要包括工艺装置、辅助生产、部分公用工程和储运设施。其中工艺装置采用的主要技术内容如下：聚丙烯：DOW公司的Unpoil工艺丁辛醇：DAVY/DOW公司技术丙烯酸及酯：日本触媒化学公司技术（1）投资估算和资金筹措投资估算说明项目建设投资估算主要包括生产装置、辅助生产、部分公用工程和储运设施，项目生活服务等设施、厂外工程和部分公用工程依托社会和寻求配套项目解决。项目装置投资依据国内类似工程和相关资料估算。其他费用依据原国家石化局国石化规发（1999）195号文件关于《化工建设项目可行性研究报告投资估算编制办法》规定和有关要求编制。投资估算：方案一：建设投资估算值为174506万元，总投资223488万元，其中，建设期利息15931万元，流动资金33051万元。方案二：建设投资估算值为202078万元，总投资264903万元，其中，建设期利息18602万元，流动资金44223万元。方案三：建设投资估算值为331561万元，总投资405705万元，其中，建设期利息29790万元，流动资金44353万元。资金筹措按照国家关于项目资本金的有关要求以及考虑金融机构贷款和资金偿还等，初步确定项目资本金为31%左右。（2）财务分析财务分析依据根据国家石化局国石化规发（2000）412号文《化工投资项目经济评价参数》有关规定。按照项目投入产出的条件，对三个方案进行逐一测算。财务分析参数表1.3-1312 主要财务分析参数一览表序号名称参数备注1建设期4年2计算期17年生产期15年3基准收益率12%4负荷70%，90%，100%5维修3%固定资产-建设期利息6销售费用1%销售收入7其他管理费100%工资总额8其他制造费1%固定资产-建设期利息9所得税33%未考虑减免表1.3-14 公用工程动力及原料价格序号原材料及燃料动力单位价格（元）增值税率1新鲜水m35.0013%2电Kwh0.4917%3燃料煤吨373.0013%4高压蒸汽吨120.0013%5中压蒸汽吨100.0013%6低压蒸汽吨80.0013%7氮气Nm30.1017%8氧气Nm30.4217%9压缩空气Nm30.0817%10仪表空气Nm30.0817%11循环水m30.2017%12脱盐水m310.0013%13冷凝水m310.0017%14污水处理吨4.0017%15丙烯吨850017%16乙烯吨830017%17氢气Nm3117%18合成气Nm30.817%主要原材料、产品量和价格方案一表1.3-15 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（万t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯60.25685005121762乙烯2.578300213313氢气0.01281元/Nm3179.24催化剂及化学品6446表1.3-16 年商品量及价格序号商品商品量（万t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯62.0211000682220方案二表1.3-17 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（万t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯56.2485004780402乙烯2.48300199203合成气17.30.8元/Nm3281834氢气1.4351元/Nm3128585催化剂及化学品9120表1.3-18 年商品量及价格序号商品商品量（万t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯39.3110004323002正丁醇1578001170003异丁醇3.306700221104辛醇167880126080方案三表1.3-19 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（万t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯57.3785004876452乙烯2成气12.360.8元/Nm3201314氢气1.0251元/Nm391845催化剂及化学品11400表1.3-20 年商品量及价格序号商品商品量（万t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯35.6110003916002正丁醇5.67800436803异丁醇1.32670088444辛醇6.47880504325丙烯酸及酯5/22255200表1.3-1313 公用工程动力及原料价格序号原材料及燃料动力单位价格（元）增值税率1新鲜水m34.813%2电Kwh0.30417%3燃料煤t20013%4高压蒸汽t7413%5中压蒸汽t6713%6低压蒸汽t5613%7氮气Nm30.1017%8氧气Nm30.2717%9压缩空气Nm30.0817%10仪表空气Nm30.0817%11循环水m30.2017%12脱盐水m3713%13冷凝水m37.917%14污水处理t4.0017%15丙烯t850017%16乙烯t830017%17氢气Nm3117%18合成气Nm30.461217%注释：丙烯、乙烯核算价格依据市场上可以参考的商品丙、乙烯价格完成，以体现丙烯下游工艺装置技术经济性。主要原材料、产品量和价格方案一表1.3-1314 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（104t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯60.25685005121762乙烯2.578300213313氢气0.01281元/Nm3179.24催化剂及化学品6446表1.3-1315 年商品量及价格序号商品商品量（104t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯62.0211000682220方案二表1.3-1316 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（104t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯56.2485004780402乙烯2.48300199203合成气17.30.8元/Nm3281834氢气1.4351元/Nm3128585催化剂及化学品9120表1.3-1317 年商品量及价格序号商品商品量（104t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯39.3110004323002正丁醇1578001170003异丁醇3.306700221104辛醇167880126080方案三表1.3-1318 年原材料消耗及价格序号原材料消耗量（104t）单价（元/t）合计（万元）1丙烯57.3785004876452乙烯2成气12.360.8元/Nm3201314氢气1.0251元/Nm391845催化剂及化学品11400表1.3-1319 年商品量及价格序号商品商品量（104t）单价（元/t）合计（万元）1聚丙烯35.6110003916002正丁醇5.67800436803异丁醇1.32670088444辛醇6.47880504325丙烯酸及酯5/22255200主要财务指标项目三个方案财务效益比较如下：方案一表1.3-1422 聚丙烯产品主要经济数据及评价指标1工程总投资万元223488其中外汇万美元116211.1建设投资万元174506其中外汇万美元116211.2建设期利息万元159311.3流动资金万元330512年销售收入万元6734493年总成本万元5960224平均年利润总额万元625035所得税万元156266财务评价指标6.1投资利润率％27.976.2全投资回收期所得税前年7.01包括建设期6.3借款偿还期年7.056.4投资净现值所得税前万元180686基准折现率12％所得税后万元113028基准折现率12％7.5所得税前内部收益率％26.31所得税后内部收益率％21.62方案二表1.3-1523 聚丙烯＋丁辛醇产品主要经济数据及评价指标1工程总投资万元264903其中外汇万美元134571.1建设投资万元202078其中外汇万美元134571.2建设期利息万元186021.3流动资金万元442232年销售收入万元6620133年总成本万元6051504平均年利润总额万元439765所得税万元109946财务评价指标6.1投资利润率％16.606.2全投资回收期所得税前年8.13包括建设期6.3借款偿还期年8.166.4投资净现值所得税前万元95298基准折现率12％所得税后万元50641基准折现率12％7.5所得税前内部收益率％19.31所得税后内部收益率％16.13方案三表1.3-1624 聚丙烯＋丁辛醇＋丙烯酸及酯产品主要经济数据及评价指标1工程总投资万元405705其中外汇万美元220801.1建设投资万元331561其中外汇万美元220801.2建设期利息万元297901.3流动资金万元443532年销售收入万元6300813年总成本万元5289904平均年利润总额万元806735所得税万元201686财务评价指标6.1投资利润率％19.886.2全投资回收期所得税前年7.25包括建设期6.3借款偿还期年7.376.4投资净现值所得税前万元218964基准折现率12％所得税后万元128193基准折现率12％7.5所得税前内部收益率％23.01所得税后内部收益率％18.974）研究方案的分析及确定各研究方案主要指标对比如下表：表1.3-2025 研究方案主要指标对比表序号产品名称单位方案一方案二方案三一主要原材料1丙烯104t万t60.25656.2457.372乙烯104t万t2.572.42.13氢气104t万t0.012817.312.364合成气104t万t1.4351.025二主要产品量1聚丙烯104t万t62.0239.335.62正丁醇104t万t155.63异丁醇104t万t3.301.324辛醇104t万t166.45丙烯酸及酯104t万t5/22三经济数据1总投资万元2234882649034057052建设投资万元1745062020783315613销售收入万元6734496620136300814利润总额万元625034397680673四财务评价指标1投资利润率%27.9716.6019.882投资利税率%3全部投资内部收益率(所得税前)%26.3119.3119.884全部投资回收期(所得税前)年7.018.137.255借款偿还期(建设期起)年7.058.167.37表1.3-2126 研究方案对比分析表项目方案一方案二方案三市场聚丙烯产品市场容量大