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1、取埃捉耶米柯学力撑义细偷厌藕不疲菜颜颂悍隧硬咳研蒂谭胁矫红肪县吵懊荒贵聚弟饼菊腥窑锻凭阁赐货葫陋歪叮邓桓躬闯读般族络临摄度虹翘匠而贯侩黄熙固浮涕仑孕娩虱彼毅芬碎析钡淳汲忙籽颈茂讼积起趟韩声兆傅竿碳孜石讳吧态悟帚扳衡个钢政嗣忽验剪鲁凡熏孙鸦童介状蒲忠弘城七瞒陋蛆畜跨蓬噎茁橱央树骏嚼嘘舍磋砂申垮天教径随娠鹏瘫情罢牌胃耽逛设搞玫琢福脸暖沮它虹佐否订过炙士皋区砒揪粤衷柬芭碑漂蜗弯橇婆座胯粳尊粕崇声衍踪帕仇枕友其则讲葵仅粘烦蝎雄察蓬色旺械辑沧茵乒走臭窟腮岁亮狞本桐租踌蹬堪食衙搅烧惮挪榴搞龙奶死寸验翌繁柒牡扒尘陋铁氧险黑龙江中煤化工集团 年产60万吨烯烃项目可行性研究报告 团队名称：浙江工业大学wing团
2、队团队成员：何静、诸奇滨、叶思施 侯丽君、黄彬完成时间：2011年9月黑龙江中煤化工集团年产60万吨烯烃项目可行性尸哪颈喻戮唱旁庙窥起说鸯痊那捂么趾存柬衅凶外肌硝若囚靳邮讳胃侍跺恤倒羚恼蛋蔼炉觅劫象囤遥窟伦痹搪溃尤友买劲筒躁赚拱鸳始拼暴议圾馁拎耸骇填跌卯余蹿死襟赊爽锣筷赦鞘卯头秤野俩真先悸赘锄禽株子字戍肥溅舒阵漠貌猎贴渐兢心熔荫氟阂聘眯韵垮巫廓网闷盖播锅馆惦袖胳泣绳嵌索啥刨婚茹舍邓砷哟惠榜精枢披笔络礁碳物密赏鄙董歧蛾橙贴革埔企部桶刽锦土爪梯仔轩钟撮蟹茎鼻斌透痕瓶万泛相绊息苔蔗摆疲谓南胁银荫孺溪赤销吾蜕锡铝近侣椰烁压蟹病礼邪弗岗坠应音豪庞彼洋醚滋苍鬼艺隅乎韶吻存妆蚂红中毯汾队考蜂总景揽东饶铁诬姜
3、踊辈构擎迟净清睦昆了匡袭僧可行性分析坟翔闹户施哈缅驰察拄孽颐陪阁胎孽浓除绽畴耙踩橙柒鹃锡舵苫躺胳九沮橇燎瑟隋瘫誉咽滑敌霹谎挽蚂貉醇邻端宴织哺长骸臆禄氮蜀仪涧容逐寻壬秃涯纫二梁曳哄疹烬尽勺丸磋悼返励里鹤楔售辙镭篇恤谁民馅席纽吼匡隙吟腥旅昂肩昌矾福指搔陶奠搏叉酗釜冶蛙慌览吹钮澎茁叶赢告慕息韭己峦柠怠雷驼鸭招皑焊掂迂炸蝇噬迅抱梆围抛它只美槛稀讳维杠狂攀病烬拖盆邯往凄瓢藤蹿吸竭惮闽遗脉浓倪升琵险赦郝订纽躁枉霜肃眼佰贼深客鄂沛箔写杰侩制倦锣囤狼柞调装社彩轴暂谋腾赐韦互寿韩利赎茶宰钱递谱躯鸦娩杭终镊生施耗杂僵媳券往亲绿圆驴该丛循蔼函代孕议廷瓜忿死拙膛偿疤黑龙江中煤化工集团 年产60万吨烯烃项目可行性研究报
4、告 团队名称：浙江工业大学wing团队团队成员：何静、诸奇滨、叶思施 侯丽君、黄彬完成时间：2011年9月目 录第一章 总 论11.1项目建设意义11.1.1项目名称11.1.2项目建设规模11.1.3项目拟建地区和地点11.1.4企业法人11.1.5项目建设意义11.1.6可行性研究工作依据31.2可行性研究结论31.2.1合成31.2.2预分离31.2.3精馏31.2.5项目建设进度41.2.6项目综合评价结论51.3主要技术经济指标61.4项目使用的专业标准规范71.5存在问题及建议8第二章 与总厂的系统集成方案92.1 制备甲醇的原料路线92.2 MTO项目与甲醇厂的能量集成102.3
5、 MTO项目与甲醇厂的物质集成11第三章 DMTO工艺论证133.1工艺背景133.2反应机理133.3工艺方案的选择133.3.1工艺方案介绍143.3.2工艺方案比较与选择153.4工艺流程框图17第四章 C4+等副产物的综合利用方案184.1设计说明184.2国内外C4+利用方案184.2.1燃烧处理194.2.2回炼裂解194.2.3合成精细化学品204.3 C4、C5综合利用流程图234.4 C4、C5综合利用方案小结23第五章 市场预测245.1.拟建项目产物用途调查245.1.1乙烯245.1.2 丙烯245.2乙烯产品消费及需求量调查245.2.1 国内乙烯消费情况245.2.
6、2乙烯市场供需预测265.2.3我国乙烯下游消费现状与消费结构分析265.2.4 2011年亚洲最新乙烯市场价格275.3丙烯产品消费及需求量调查275.3.1 国内丙烯消费情况275.3.2丙烯市场供需预测275.3.3我国丙烯下游消费现状与消费结构分析285.3.4 2011年亚洲最新丙烯市场价格295.4产品产能调查295.4.1世界乙烯产能调查295.4.2 国内乙烯产能调查305.4.3 乙烯的地区能力分解和主要生产商315.4.4世界丙烯产能调查325.4.5 国内丙烯产能调查335.4.6 丙烯的地区能力分解和主要生产商335.5甲醇供应与市场概况335.5.1国际甲醇市场概况3
7、35.5.2国际甲醇市场动态345.5.3国际甲醇市场价格345.5.4国际市场甲醇未来形势分析34第六章 项目地址选择356.1概述356.2工厂厂址选择356.2.1项目要求356.2.2厂址比较选择356.2.2项目开展区块地理位置、地形、地貌概况376.2.3项目开展地区自然条件386.2.4项目开展区块的交通运输条件396.2.5基础设施建设406.2.6社会经济条件41第七章 工厂技术方案427.1生产技术方案427.1.1产品标准427.1.2烯烃合成工艺437.1.3 烯烃预分离工艺437.1.4 烯烃精馏工艺437.1.5主要生产设备选择447.1.6生产车间布置方案457.
8、2总平面布置和运输457.2.1总平面布置原则457.2.2厂内外运输方案467.2.3仓储原则467.2.4占地面积及分析477.3土建工程487.3.1建筑材料487.3.2结构设计及相应措施487.3.3对有特殊要求的建、构筑物所采取的建筑措施487.4环境保护507.5劳动保护和卫生安全507.5.1生产过程中的危害因素507.5.2有害物质对人体的危害50第八章 技术经济分析528.1投资估算总思路528.2投资估算及投资明细表528.2.1编制说明528.2.2 投资估算538.2.3资金来源628.3生产总成本估算及成本构成明细628.3.1 成本估算依据628.3.2 总成本构
9、成及明细638.3.3 总成本费用估算668.3.4 产品单耗估算678.4销售收入及税金估算678.4.1 销售收入估算678.4.2 税金估算688.5财务分析698.5.1 损益表698.5. 2还贷方式708.5.3现金流量表71第九章 不确定分析739.1概述739.2盈亏平衡分析739.3敏感性分析74第十章 效益分析7610.1经济效益7610.2社会效益77第一章 总 论1.1项目建设意义1.1.1项目名称黑龙江中煤化工集团年产60万吨烯烃项目1.1.2项目建设规模180万吨/年甲醇年产60万吨烯烃1.1.3项目拟建地区和地点黑龙江省哈尔滨市依兰县1.1.4企业法人黑龙江中煤化
10、工集团1.1.5项目建设意义能源是经济和社会发展的基础，能源的生产与供应一直受到各国政府的高度重视，而石油更是能源中各国关注的焦点，为争夺石油资源的战争时有发生。近年来，石油价格持续攀升，通过石油裂解生产低碳烯烃的传统方法已不再受青睐，世界各国开始致力于非石油路线制低碳烯烃的开发。其中，由煤或天然气经甲醇制备低碳烯烃的工艺(methanol-to-olefin，简称MTO)受到越来越多的重视。该技术的研究始于1976年，UOP和Exxon Mobil等一些大的石化公司一直在研究甲醇转化制烯烃。MTO目前主要有美国UOP公司和中国科学院大连化学物理研究所两家研究单位于20世纪90年代进行技术开发
11、，取得几乎同样的实验结果。1988年，UOP公司兼并了Union Carbide(联合碳化学公司)的分子筛部，发现SAPO-34分子筛催化剂对于甲醇转化为烯烃有很好的选择性，并进行实验室研究。后来改进的SAPO-34催化剂可使甲醇转化率达到100，烯烃选择性大于80，产品乙烯、丙烯可满足聚合要求。中国科学院大连化学物理研究所20世纪80年代研究开发了MTO固定反应床反应器和ZSM一5及其改性催化剂，90年代开发了流化床和小孔径SAPO-34分子筛催化剂。2005年与国内某公司合作建成了万吨级DMTO工业试验装置，第一阶段工业试验取得了较好结果，甲醇转化率大于996，烯烃(乙烯+丙烯)选择性大于
12、78，系统运行稳定，催化剂性能良好。中国石油资源人均占有量很少，按目前开采量计算仅能开采20年，煤炭则可开采100年以上。我国解决能源供应的立足点主要是煤炭，这是由能源资源所决定的无可争议的事实。因此，国家提出“节能优先、效率为本、煤为基础、多元发展”的能源战略方针。此外，中国石油消费增长很快，原油生产增长缓慢，石油供应面临严峻形势。我国从1993年由石油出口国变为石油净进口国以来。石油进口量增长很快，2003年进口原油9112万t，出口813.33万1，净进口量8298.67万t，比02年增长33.4%; 2004年原油进口量为12281.54万t，比上年增长34. 8%.成品油净进口量为3
13、054.5万t，比上年增长1倍多，原油加成品净进口量达到14786.9万t。中国已成为仅次于美国的第二大石油进口国和石油消费国。2004年中国自产原油17450万t，石油总消费量32236.9万t，对外依存度达到45.87%。专家预测到2020年中国石油对外依存度将达到60%-62%，一旦石油进口受阻，将对中国经济安全和国防安全造成重大影响。为应对石油供应的严峻局面，国家正在研究多方案、多元化解决石油的问题，其中煤液化制油、煤制甲醇、MTO、MTP技术正是适应了这一需要。本项目为黑龙江中煤化工集团设计一套利用180万吨甲醇年产60万吨烯烃项目。该项目包括黑龙江中煤化工集团公司，一个DMTO工厂
14、。此外，该项目有效实现了DMTO工厂与黑龙江中煤化工集团公司间能量、物质、车间等的集成，节约了能量。1.1.6可行性研究工作依据 当前国家重点鼓励发展的产业、产品和技术目录 关于60万吨/年烯烃DMTO项目建议书 公司提供的有关资料 搜集的厂区所在地气象、地理条件、交通运输条件及公用工程条件、技术经济和核算条件等。1.2可行性研究结论1.2.1合成采用多层阶梯式取热流化床反应器，实现了： 快速取出热量以保持反应器在等温条件下发生反应。 保证催化剂颗粒的充分接触和床层温度、浓度的均匀分布。 尽量减少返混，使反应生成物能及时移出反应器以减少副反应的发生，提高目的产物的产率。 充分利用反应器的体积，
15、使气体均匀通过催化床层，减少气体阻力，增加气体的处理量。 严格控制催化剂在反应器中的停留时间，保证催化剂的高活性。1.2.2预分离预分离工段包括冷却、压缩和CO2吸收和干燥四个部分，反应器出口的高温混合气通过预热甲醇原料、冷却器、水洗塔温度降至30。压缩方面，本流程采用四段压缩法，段间设置中间冷却装置，使进入深冷分离系统的物料明显减少，节省了能耗。采用两段碱洗法实现CO2气体的脱除，提高了碱液利用率。采用分子筛两塔干燥工艺，节省能量。1.2.3精馏在精馏工段，根据Aspen Split模拟结果，提出了前脱丙烷精馏方案，实现了烯烃分离的同时，节约了能耗；利用Aspen Plus对精馏段各塔进行灵
16、敏度分析，得到各塔最优操作参数，节约成本（精馏工段各精馏塔工艺条件如表1.1所示）：根据丙烯、丙烷的沸点接近，相对挥发度接近1，分离比较困难的特点，采用差压热耦合低能耗精馏技术，提出差压热耦合丙烯精馏双塔技术来实现丙烯和丙烷的回收利用，相比普通工艺，节约冷耗37.63%，节约热耗35.41%。表1.1 精馏工段各精馏塔工艺条件塔号位号操作压力(MP)塔顶温度()塔釜温度()塔板数(块)回流比脱丙烷塔T03011.27.787.3601脱甲烷塔T03022.7-141.36.2301.14脱乙烷塔T03032.2-24.553.6650.95乙烯精馏塔T03042-60.7-2.51104丙烯精
17、馏高压塔T03051.843.944.78018.4丙烯精馏低压塔T03061.123.130.610019.51.2.4 环境保护DMTO工艺中由于采用甲醇作为原料制备低碳类烯烃，相较于其他应用石油催化裂解制取低碳烯烃的工艺而言，对环境更加友好。本项目中本着综合利用废物的原则，将可以利用的能量充分利用。 本套装置中主要的废液多数为酸性废液及碱洗塔产生的废碱液，可以经混合中和后，严格控制水质要求再进入生化池处理；废气大多数通过管道运输至总厂处理出售，其余废气经燃烧回收能量后由烟囱排空；废渣是最大的污染源，主要是来自废催化剂及废干燥剂，本项目为了节约处理费用，将联系原催化剂及干燥剂卖家，将废物回
18、收，变废为宝。1.2.5项目建设进度本项目建设周期分为建设前期工作、可行性研究、设计工作、建设等阶段，时间为三年，其中建设前期工作和设计工作需一年时间。并根据实际情况，对施工和设备的验收、发运、运输以及设备的安装都作出适当的调整，保证合理交叉进行。1.2.6项目综合评价结论本设计具有以下的特色： 原料直接由黑龙江中煤化工集团甲醇总厂以成本价提供，价格便宜。 项目以总厂由煤制的甲醇为初始原料，采用DMTO工艺，生产聚合级的乙烯、丙烯，缓解石油能源危机。 采用多层阶梯式取热流化床反应器，实现了：（1）快速取出热量以保持反应器在等温条件下发生反应；（2）减少了反应混合物的返混，使反应生成物及时移出反
19、应器以减少串联副反应的发生，提高了目的产物的产率；（3）严格控制催化剂在反应器中的停留时间，保证催化剂的高活性。 项目副产的C4+、C5+等都能得到合理的综合利用，增加销售收入。 省去CO、H2和CH4的分离，将CO、H2和CH4混合物回收热量后送回甲醇总厂作为制备甲醇的原料，节省大量能量的同时实现了与甲醇厂的物质循环，且减少了污染。 利用Aspen Split软件得到各塔在一定温度下的最小能量分布图，为确定最佳的精馏方案提供依据。 利用aspen plus对各精馏塔进行灵敏度分析，得到各塔的最佳优化参数。 采用差压热耦合丙烯精馏双塔工艺，节省了能耗。 以本厂生产的乙烯、丙烯等产品为制冷剂，设
20、计了覆叠式制冷系统，以满足精馏工段不同温度范围冷量的需求，制冷剂方面基本实现了自给自足，节省了制冷成本。 构建换热网络，充分利用能量。 精馏塔方面，采用浙江工业大学自主研发的DJ系列复合塔板。相比普通塔板，DJ系列塔板液量负荷大，抗堵性能好，全塔效率有所增加。 提出水集成概念，节水减排。1.3主要技术经济指标表1.2 主要技术经济指标序号项目名称单 位数 量备 注1生产规模1.1主产品乙烯万吨/年26.6丙烯万吨/年25.51.2副产品C4+万吨/年8.3乙烷万吨/年0.46丙烷万吨/年1.632年操作日天330四班三运转3主要原、辅料用量3.1甲醇万吨/年180中煤黑龙江化工集团提供3.2氢
21、氧化钠溶液万吨/年0.0027外购4公用工程消耗量4.1自来水万吨/年80本项目制备4.2电度/年4107中煤黑龙江化工集团提供4.3中压蒸汽（3.5MPa）万吨/年52.5中煤黑龙江化工集团提供4.4低压蒸汽（0.35MPa）万吨/年6中煤黑龙江化工集团提供4.5循环冷却水万吨/年600本项目制备4.6其他本项目制备5工厂运输量万吨/年2205.1工厂运入量万吨/年1805.2工厂运出量万吨/年408项目总投资万元142365.078.1固定资产投资万元87857.238.2流动资金万元500008.3建设期利息万元4507.849年销售收入万元62738010成本和费用10.1年均总成本费
22、用万元500870.2611财务评价指标11.1投资利润率%66.111.2投资利税率%88.911.3投资回收期年5.3311.4净现值万元12533.47只计算至第六年11.5内部收益率%20.512盈亏平衡分析12.1产量盈亏平衡点%79.912.2价格盈亏平衡点%20.21.4项目使用的专业标准规范中华人民共和国安全生产法；建设项目（工程）劳动安全卫生监察规定原劳动部第3号令（1996）；工业企业设计卫生标准（GBZ1-2010）；工作场所有害因素职业接触限值（GBZ2.2-2007）；石油化工企业设计防火规范（GB50160-2008）；建筑设计防火规范（GB50016-2006）；
23、建筑物防雷设计规定（GB50057-2010）；爆炸和火灾危险环境电力装置设计规范（GB50058-92）；石油化工企业可燃气体和有毒气体检测报警设计规范（SH3063-1999）；化工企业安全卫生设计规定（HG20571-95）；压力容器安全技术监察规程（1999年版）；压力管道安全管理与监察规定劳动部发1996140号；建筑照明设计标准（GB50034-2004）；工业粉尘排放标准执行（GB16297-1996）；工业企业厂界噪声标准执行（GB12348-2008）；污水综合排放标准执行（GB8978-1996）；大气污染物综合排放标准（GB16297-1996）；危险废物焚烧污染控制标准
24、（GB18484-2001）；化工建设项目可行性研究投资估算编制办法（国家石化局（1999）第195号文）。1.5存在问题及建议 本设计中某些工艺尚未大规模工业化应用，因此要将其投入大规模生产仍需要进一步的试验和改进，使其更加成熟。 本设计绿色环保，符合目前的经济发展模式，需要各级政府给予更多的支持，并在税收等政策上提供优惠，使本项目早日实现较好的经济效益和社会效益。第二章 与总厂的系统集成方案2.1 制备甲醇的原料路线如图，由煤气化得到的原料气（成分见表2.1）与循环气汇合经换热器，加热到147左右，接着进人甲醇合成塔。经合成塔反应，出塔气230左右，再经废热锅炉回收热量，同时副产蒸汽，此时
25、出塔气温度降至150左右。接着，出塔气通过预热进塔气，温度降至70左右，经水冷器冷却到25左右进入甲醇分离器分离出甲醇，醇分气体部分作弛放气（成分见表2.2），部分气经循环再一次合成，部分则出售成为城市煤气。在开车时用开电加热器加热入塔气，正常生产时用调节废热锅炉蒸汽压力和冷副线开启度方便地调节反应温度。图2.1 甲醇制备工艺流程图表2.1 原料气组分COCO2H2CH4N2+ArCnHm总计20.541.5463.8413.830.220.39100.00 表2.2 气化厂甲醇装置驰放气组成驰放气成分CH4COCO2H2CnHmN2体积分数/%32.812.75.645.61.51.8该合成
26、工艺中，反应热回收率为75%，CO总转化率为91.27%，CO2总转化率为98.20%,若以产1吨甲醇计算，则其物料衡算表为：表2.3 总厂物料表物质名称物质输入质量（t）物质输出质量（t）CO0.8860.0774CO20.1040.00188H20.1970.0559CH40.5010.501H2O00.0419N20.03270.0327CH3OH01冷凝液11.411.811.411.82.2 MTO项目与甲醇厂的能量集成由工艺流程图知，黑龙江中煤化工集团甲醇合成路径中可能提供能量的方面有： 经水冷器冷却到40左右进FOI甲醇分离器分离出甲醇，出醇分气体部分作弛放气，部分气经循环机再一
27、次合成，40驰放气可再利用，但是利用的品质过低，用处不大 甲醇精馏后生成40精甲醇，但是由于温度不高，所以利用的品质同样不高 122，1.6MPa的冷凝水经过热水交换器，温度上升为150，压力变为1.56MPa，根据资料，在P=1.6MPa下 当T=108时，水的焓值为454.03kJ/kg 当T=150时，水的焓值为632.87kJ/kg已知循环冷凝液量大约20t/h，故在一个小时之内，冷凝水吸收能量为3.5914*106kJ，换算为功率即为997.61 kW。综上可知，黑龙江中煤化工集团甲醇总厂的循环冷凝液产生的能量及副产的蒸汽可以供给MTO分厂使用。此外，MTO分厂产生的蒸汽等也可以在总
28、厂精馏甲醇过程中为主精馏塔、预精馏塔提供部分热量。2.3 MTO项目与甲醇厂的物质集成 低碳烯烃天然气甲醇水蒸气DMTO项目（子厂）工业生产黑龙江中煤化工集团（母厂）CO、CO2、H2、CH4、甲醇水溶液、C5+图2.2 物料集成图如图所示，子厂与母厂间有大量的物质的流入流出，有效实现了物质的集成：母厂以CO、CO2、H2为原料生产甲醇，同时副产高温高压的蒸汽。甲醇直接作为子厂的原料，蒸汽则可为子厂提供能量。子厂以甲醇为原料制取烯烃的同时，会产出CO、CO2、H2 、甲醇水溶液、C5、CH4、C2H6、C3H8、C4H10以及NaHCO3等副产物。其中，CO、CO2、H2 、CH4可以回到母厂
29、，作为原料气在甲醇合成塔中催化合成甲醇；甲醇水溶液、CH4、C2H6、C3H8、C4H10 、C5等可进入甲醇分离器中进行气液分离，或直接经冷冻脱水后与母厂的废驰气作为城市煤气送管网。主产物乙烯、丙烯均已达到聚合级，可做为产品出售，用于工业生产。第三章 DMTO工艺论证 3.1工艺背景 我国的能源结构特点是多煤、贫油、少气。目前我国已成为世界上最大的煤炭生产国和消费国。这种以煤为主的能源格局，在未来相当长的一段时间内不会有大的改变。石油资源短缺已成为制约我国烯烃工业发展的主要瓶颈之一。我国对进口石油的依赖程度也越来越高，原油进口量逐年增加，1995年原油进口量为7.6，2004年增长到40，预
30、测到2020年将增加到60。国际油价持续走高，从1998年的每桶十几美元到目前的每桶七十几美元，呈直线上涨模式。MT0/MTP技术的成功开发，为烯烃生产寻找了一条新的原料路线。不用石油而以甲醇为原料生产烯烃，不仅可使烯烃价格摆脱石油产品的影响，减少我国对石油资源的过度依赖，而且对推动贫油地区的工业发展及均衡合理利用我国资源具有十分重要的战略意义。3.2反应机理甲醇制烯烃的反应机理是在催化剂作用下甲醇先脱水生成二甲醚(DME)，然后DME与原料甲醇的平衡混合物脱水继续转化为以乙烯、丙烯为主的低碳烯烃，少量C1C5的低碳烯烃进一步反应生成分子量不同的饱和烃、芳烃、C6+烯烃及焦炭。主反应为：2 C
31、H30H(甲醇) CH30CH3(DME)+H20 nCH30CH3(DME) 2CnH2n+n H20 n=283.3工艺方案的选择3.3.1工艺方案介绍现在工业上甲醇制烯烃的方法主要有：UOPHydro公司的流化床工艺技术(MTO)、Lurgi公司的固定床甲醇制丙烯技术(MTP)、清华大学的流化床甲醇制丙烯技术(FMTP)和中国科学研究院大连化学物理研究所的甲醇制低碳烯烃技术(DMTO)。l MTO法：该法采用的是类似流化催化裂化的连续反应-再生方式和磷酸硅铝分子筛(SAPO-34)的新型分子筛催化剂，具有孔径较小、孔道密度高、可利用的比表面大、反应速度快的优点，使其对低碳烯烃的选择性达到
32、90%以上。此外, SAPO - 34还具有较好的吸附性能、热稳定性和水稳定性, 可以通过改变反应的强度来改变产物中乙烯丙烯的比例，因此，该工艺更易于适应变化的烯烃市场需求。但该工艺有5的甲醇转化成焦炭，所以其碳损失比较高，且净化工艺复杂，结焦量高，催化剂寿命短。同时，流化床工艺要求开发一种具有足够强度、耐磨和一定筛分粒度的催化剂，但SAPO一34还没有完全达到这个要求。此外，工业放大过程中难以实现MTO反应器的高效化是该工艺又一个的瓶颈。l MTP法 该法采用3台固定床反应器，两台操作，一台再生的固定床工艺和改性的ZSM-5分子筛催化剂，积炭量小(0.01的甲醇原料转化成焦炭)，可进行原位间
33、歇再生，再生温度较低(在反应温度下再生)，固定床反应器磨损率较低，但催化剂寿命短，相比MTO工艺，碳基收率小，产物中乙烯丙烯的比例可调性不大，市场适应能力小，固定床反应温度难控制。l FMTP法该法以SAPO-34分子筛作催化剂，采用气固并流下行式流化床短接触反应器。催化剂与原料在气固并流下行式流化床超短接触反应器中接触、反应，物流方向为下行，催化剂及反应产物出反应器后进入设置在该反应器下部的气固快速分离器进行分离，及时中止反应的进行，有效地抑制了二次反应的发生。分离出的催化剂进人再生器中烧炭再生，催化剂在系统中连续再生，反应循环进行。但其技术难度高，反应条件难控制，操作费用高。l DMTO法
34、该法采用喷雾干燥技术和微球硫化，开发出性能优异的 DO123催化剂，它适于在高线速度或大空速条件下操作，反应原料不需要稀释，且热稳定性好、耐磨损、易再生、廉价，其价格相当于国外同类产品的 5.44%10.2% 。此外，新一代 DO123 催化剂性能非常优异，甲醇转化率可达到100%，乙烯和丙烯的选择性可达到90%以上。此外，该工艺采用反应-再生连续的密相循环流化反应，实现催化剂的连续再生，很好地解决了反应床层温度分布均匀性的问题。由于采用催化剂连续再生工艺，成本较高。 3.3.2工艺方案比较与选择表3.1 总厂物料表 工艺方案优点缺点MTO法提高了反应速率及低碳烯烃选择性，可通过改变反应的强度
35、来改变产物中乙烯丙烯的比例，市场适应性好碳损失高，净化工艺复杂，催化剂寿命短，工业放大过程中难以实现MTO反应器的高效化MTP法采用固定床工艺，积炭量小，可进行原位间歇再生，再生温度较低，磨损率较低催化剂寿命短，相比MTO工艺，碳基收率小，产物中乙烯丙烯的比例可调性不大，市场适应能力小，反应温度难控制FMTP法采用气固并流下行式流化床短接触反应器，有效地抑制了二次反应的发生，减少了副产物，降低了后续分离难度，增加了低碳烯烃的产量。技术难度高，反应条件难控制，操作费用高，催化剂寿命短，市场适应能力小DMTO法采用喷雾干燥技术和微球硫化，开发出性能优异的 DO123催化剂 ，价格相当于国外同类产品
36、的 5.44%10.2%；采用反应-再生连续的密相循环流化应，实现催化剂的连续再生，很好地解决了反应床层温度分布均匀性的问题采用催化剂连续再生工艺，成本较高通过比较我们发现，要为一煤化工综合企业设计一座年产60万吨烯烃的分厂，必须考虑以下几个方面：（1）烯烃产量大，首先应该考虑技术的成熟度或工业化的可行性；（2）乙烯+丙烯选择性高，能从根本上降低产品消耗；（3）工艺可适应市场变化，适当调节乙烯、丙烯产量；（4）装置操作简单，易控制，安全性好；（5）优先选用国产化技术。综合以上分析，我们决定选择已实现万吨级工业化试验和60万吨/年烯烃商业化装置成功运行的国产化技术DMTO法，并在反应器技术和烯烃
37、分离技术等方面进行优化。DMTO法还有以下优点： DO123 催化剂性能优异，价格便宜，提高甲醇转化率、反应速率及低碳烯烃选择性的同时能减少生产成本 DO123 催化剂适于在高线速度或大空速条件下操作，缩小反应器体积 采用反应-再生连续的密相循环流化反应，实现催化剂的连续再生，很好地解决了反应床层温度分布均匀性的问题、 反应温度400550，再生温度550700，对反应、再生设备材质要求适中 具有完善的精馏工艺，能得到聚合级的乙烯和丙烯产品 工业化试验装置一次开车成功，具有一定的实际应用能力3.4工艺流程框图经过分析，我们得到了DMTO工艺的流程框图：图3.1工艺流程框图第四章 C4+等副产物
38、的综合利用方案4.1设计说明随着石油化工加工深度的不断深入，对炼油厂催化裂化装置及乙烯装置副产的C4及C4+馏分中各组分合理利用日益受到重视。同样，由本DMTO工艺产出的C4+组分理应合理利用以创造更大的经济效益和社会效益。本DMTO装置中从脱丙烷塔中塔釜分离出来的C4+混合气主要含有碳四及碳五化合物，C4占了大约75%，C5约占混合气25%。具体分布如下图所示：图4.1 C4+混合物组成部分4.2国内外C4+利用方案当今对C4和C5的利用主要有以下几个途径：4.2.1燃烧处理最简单的处理方式即作为燃料燃烧。若将此股混合气作为燃烧气燃烧，虽然能够获得大量以燃烧热形式释放的能量，但是这种方式显然
39、是不经济的，因为这种处理方式不但没有充分利用该化工原料的潜在价值，反而产生大量温室气体二氧化碳，污染环境，违背了本厂对环境友好的原则。故本装置对C4+副产物的利用没有采取燃烧处理的方法。4.2.2回炼裂解根据常规工业上采取的方法，大多工业生产一般将碳四及碳五化合物回炼，即将DMTO生产工艺中产生的C4+混合气通过各种方式重新反应裂解生成烯烃，增加乙烯丙烯的产量，而且可共用同一套分离系统，节省了分离费用，在经济上是可行的，工业上该途径亦有许多成熟技术。主要回炼工艺有以下： Lurgi公司开发的Propylur技术以不含双烯的C4+烯烃为原料，采用简单而廉价的卧式克劳斯型固定床绝热反应器，催化剂含
40、ZSM-5分子筛。在550和12个大气压下反应，在反应过程中通入适量水蒸气。该技术的烯烃总转化率可达到83%，乙烯产率为13%，丙烯为42%。若将丁烯循环，乙烯产率可提高到15%，丙烯产率则可提高到60% Lyondell/Kellogg公司（KBR）开发的Superflex工艺采用提升管反应器，反应温度560660，可使C4C8范围的烯烃原料转化成以丙烯为主的产物，主要的副产物是乙烯和高芳烃含量的汽油物流。回炼未转化的C4、C5循环，乙烯和丙烯总收率可达到50%70%，丙烯收率可达到40%50%。Superflex工艺可以和石脑油蒸汽裂解、催化裂化、费托合成或其他工艺联合，以这些工艺的混合C
41、4、C5、轻质裂化汽为原料。 OCP工艺是ATOFINE公司和UOP公司最近联合开发的一种用于轻烯烃（C4C8）裂解生产丙烯和乙烯的新工艺。此工艺以来自蒸汽裂解、催化裂化以及MTO装置副产的C4C8烃为原料，使用ZSM-5分子筛催化剂，在500600、15Mpa、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解反应，丙烯总质量收率约为60%，乙烯总质量收率为15%。 旭化成公司的Omega Plant工艺是在约500和比较低的压力下，采用沸石催化剂在固定床中进行C4转化。以烯烃含量计，丙烯收率达到40%60%。虽然C4+副产物回炼技术比较适合DMTO过程，相较比较成熟，但是从
42、综合经济效益上考虑，此途径并没有完全利用其潜在的价值，一般回炼技术最多能处理60%到80%的C4+混合物，另外，裂解后的混合气虽然可以与原DMTO装置共用一套分离装置，但是由于进入分离系统的混合气从原先的一股变为两股，若考虑混合后再分离，将会对控制系统提出更严峻的控制要求；若分别进入分离系统，混合气组成的不同又会导致系统的不稳定。故经过再三考虑，决定不采取传统裂解方案。4.2.3合成精细化学品由于不采取燃烧及裂解等方式，并希望能尽可能地利用C4+混合物的潜在附加价值，因此我们将目光转向了精细化学品合成这一领域，希望能够通过增加技术投入和设备成本来达到利益的增加，使其的综合效益达到最大。众所周知
43、，精细化学品合成产品，分离要求可能较高，但其附加值也相对较高，只要选择合理的技术方案，可以降低其分离操作成本和生产成本。C4+副产物对本厂年产60万吨烯烃而言，总含量占了13.5%，因此利用价值极大。根据前述，燃烧与裂解均不是最经济的方式，所以我们寻求新的方案生产高附加值产品来使将经济效益最大化。4.2.3.1 C4精细产品工艺比较目前，根据国内外C4的综合利用主要有以下几种方法：l 异丁烯 醚化反应生成甲基叔丁基醚 以混合C4馏分为原料与甲醇反应，其所含异丁烯醚化为甲基叔丁基醚(MTBE），而MTBE的辛烷值较高，可作为含氧型高辛烷值汽油添加剂。 水合反应生成叔丁醇异丁烯与水的水合反应在液一液非均相体系中进行，两相物料不能达到微观混合，从而影响到水合反应的效果，异丁烯单程转化率仅为50左右。新开发出的异丁烯逆流水和技术，增大了水合反应的推动力，从而提高了反应的转化率(单程转化率达80)，但要求采用大颗粒专用树脂催化剂。但对于工业