年产13万吨MMA丁二烯项目可行性研究报告.pdf

《年产13万吨MMA丁二烯项目可行性研究报告.pdf》由会员分享，可在线阅读，更多相关《年产13万吨MMA丁二烯项目可行性研究报告.pdf（84页珍藏版）》请在三一文库上搜索。

1、 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目项目可行性分析 I 目录 第 1 章 总论1 1.1 研究范围和过程. 1 1.1.1 研究范围 1 1.1.2 研究过程 1 1.2 项目概况.1 1.2.1 项目名称 1 1.2.2 企业法人 1 1.2.3 拟建地点 1 1.2.4 项目性质 1 1.2.5 项目简介 2 1.3 项目背景.2 1.4 项目意义.2 1.5 主要技术经济指标. 3 第 2 章 项目背景及意义.4 2.1 项目建设背景.4 2.1.1 资源方面 4 2.1.2 技术方面 4 2.2 项目建设意义.5 2.2.1 响应国家政策5 2.2.2 充分利用资源5 2.2.3 缓

2、解市场紧缺6 2.2.4 促进技术发展6 第 3 章 生产规模 7 3.1 概述.7 3.2 物质技术条件分析. 7 3.2.1 资源条件 7 3.2.2 资金条件 7 3.2.3 技术条件 7 3.2.4 产品特点 7 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目项目可行性分析 II 3.2.5 运输条件 7 3.2.6 人力条件 8 3.3 社会需求因素.8 3.3.1 社会需求量8 3.3.2 未来市场预测8 3.3.3 社会生产能力8 3.4 原料供应因素.8 3.5 规模确定.9 第 4 章 技术方案的选择.10 4.1 概述.10 4.2 原料 C4 预处理工段技术方案. 10 4.2.1

3、 丁二烯的分离工艺10 4.2.2 异丁烯的分离工艺13 4.3MMA 合成工艺.16 4.3.1 甲基丙烯腈（MAN）法16 4.3.2 异丁烯一步氧化法17 4.3.3 异丁烯两步氧化法17 4.3.4 直接甲基化法17 4.4.5 合成工艺的确定18 4.4 本项目工艺流程. 18 第 5 章 副产 C4 设计21 5.1 概述.21 5.2 国内外 C4 利用现状.21 5.2.1 丁二烯 22 5.2.2 正丁烯 26 5.2.3 C3/C4 混合物.28 5.3 C4 馏分深加工利用及产品设计原则.28 第 6 章 市场分析 31 6.1 概述.31 6.2 目标产品市场分析. 3

4、1 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目项目可行性分析 III 6.2.1 世界供需情况31 6.2.2 国内供需情况33 6.2.3 市场价格走势35 6.3 丁二烯市场分析 35 第 7 章 与企业的系统集成方案37 7.1 概述.37 7.2 原料集成.37 7.3 产品集成.37 7.3.1 产品规格 38 7.3.2 产品的应用途径38 7.3.3 产品销售途径38 第 8 章 厂址方案 40 8.1 厂址选择基本原则. 40 8.2 厂址的确定.40 8.3 总厂介绍.41 8.3.1 地理位置 41 8.3.2 总厂概况 41 8.4 建厂条件.42 8.4.1 地理位置 42

5、8.4.2 自然条件 43 8.4.3 水文条件 43 8.5 厂区优势.44 8.5.1 原料、资源优势44 8.5.2 交通网络优势44 8.5.3 配套设施优势45 8.5.4 政策优势 46 8.5.5 市场辐射优势47 第 9 章 社会效益分析.48 9.1 促进当地生产技术的发展.48 9.2 对环境的影响48 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目项目可行性分析 IV 9.3 对自然资源的利用 48 9.4 对当地经济和居民生活的影响.49 第 10 章 投资估算和资金筹措50 10.1 工程概况50 10.2 编制依据50 10.3 项目总投资估算 51 10.3.1 固定资产投

6、资.51 10.3.2 安装工程费用.56 10.3.3 建筑工程费用.56 10.3.5 无形资产投资.58 10.3.6 递延资产费用.58 10.3.7 流动资金.60 10.3.8 建设期贷款利息.60 10.3.9 固定资产投资方向调节税60 10.4 项目总投资汇总 60 10.5 资金筹措61 10.5.1 资金筹集.61 10.5.2 还款计划.61 第 11 章 财务、经济评价. 62 11.1 产品成本和费用估算.62 11.1.1 产品制造成本估算.62 11.1.2 产品制造成本费用.65 11.1.3 费用估算. 65 11.1.4 费用估算总额.66 11.1.5

7、摊销费66 11.1.6 贷款利息. 66 11.2 总成本费用 66 11.3 经营成本67 11.4 销售收入和税金估算.67 11.4.1 销售收入估算.67 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目项目可行性分析 V 11.4.2 税金估算. 68 11.4.3 财务现金流量表.68 11.4.4 资产损益表.70 11.5 经济评价72 11.5.1 静态指标. 72 11.5.2 动态指标. 73 11.6 不确定性分析 74 11.6.1 盈亏平衡分析.74 11.62 敏感性分析75 第 12 章 可行性研究结论. 77 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 1 第 1

8、章 总论 1.1 研究范围和过程 1.1.1 研究范围 2012 年 5 月， 湖南师范大学“F”设计团队开始进行以茂名石油化工公司的 乙烯蒸汽裂解装置副产的 C4 馏分为原料生产甲基丙烯酸甲酯的工程进行设计。 目前已进行了较为深入的可行性研究，研究的内容包括：技术方案的选择、产品 市场分析、与企业的系统集成、厂址方案、生产规模、公用工程、安全消防、 环 境保护、企业组织与劳动定员、资金筹措、社会经济效益及社会效益等方面进行 了较为深入的研究。 同时在研究的基础上对项目的建设作出评价与总结，为项目 的审批提供决策依据。 1.1.2 研究过程 “FI”设计团队在设计过程中， 通过全面搜索相关资料

9、， 同时在学校化工系教 师的指导下，对拟建项目进行深入的分析研究，综合考虑国家技术规定、项目的 市场需求、生产规模、建厂条件、工艺路线、设备设计选型、车间布置、财务评 价和经济分析等内容， 对设计项目的建设生产和经营进行了设计规划和不确定分 析，生成比较客观的研究报告。 1.2 项目概况 1.2.1 项目名称 年产 13 万吨 MMA/丁二烯项目 1.2.2 企业法人 鹏远石油化工有限公司 1.2.3 拟建地点 广东省茂名产业转移工业园 1.2.4 项目性质 本项目的目标是为一以煤/石油/天然气为原料的烃化工综合企业（茂名石油 化工公司的乙烯裂解装置）设计一个座 C4 综合加工子系统，以减少工

10、业中富余 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 2 C4 的浪费，对优化资源利用有重要作用。 1.2.5 项目简介 本设计项目为以茂名石化公司的乙烯蒸汽裂解装置的副产 C4 馏分为原料， 经过加氢反应器脱除 C4 馏分中的乙基乙炔，再通过脱轻塔脱除轻组分，分离出 丁二烯，将 C4 中的 1-丁烯转化为 2-丁烯以实现异丁烯的提纯，异丁烯直接氧化 生产甲基丙烯醛，经过冷却脱水后与甲醇反应生成甲基丙烯酸甲酯，最后精制得 到优等品的甲基丙烯酸甲酯。其工艺流程简图如图 1-1 所示。 图 1-1 工艺流程简图 1.3 项目背景 近几年来，随着我国原油加工能力的迅速提高和乙烯生产能力的快速发展

11、， 副产 C4 烃量迅速增长。而目前我国 C4 烃主要以用作燃料的方式进行利用，在 化工方面的利用率只有 16%左右，而在日本和西欧，利用率达到 60%，美国则 高达 80%90%。同时在化工利用技术方面，与国外相比我国对于混合 C4 利用 方法比较单一，技术也相对落后。 另一方面，随着甲基丙烯酸甲酯（MMA）应用领域的不断拓宽，市场需求 量的不断上升。国内有机玻璃大宗消费市场如广告灯牌、浴缸、仪表、家用电器 以及建筑等还有很大的开发潜力。 而国内现存的 MMA 生产能力并不能满足市场 的需求。 1.4 项目意义 本项目以混合 C4 为原料，生产国内市场需求量急剧增大的 MMA，同时将 副产丁

12、二烯。一方面充分利用了富余的 C4 资源，减少了资源浪费，另一方面又 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 3 缓解了市场对于产品的的紧缺，维持了市场的平衡发展。此外，本项目采用的混 合 C4 分离方法和 MMA 合成方法均提高了国内市场在石油化工行业的的竞争 力，促进了科技的进一步发展。异丁烯直接氧化法生产甲基丙烯酸甲酯（MMA） 技术，与传统的丙酮氰醇法以及其他方法比较，此法具有原料来源广泛，催化剂 活性高、选择性好、寿命长，反应收率和原子利用率高，无污染、环境友好、 成 本低的优势，具备很强的竞争力。 1.5 主要技术经济指标 通过对项目的实施进行规划及财务评价，本项目的综合经

13、济技术指标如表 1-1 所示。 表 1-1 项目综合经济技术指标 项目指标项目指标 工程总投资（万元）47,472固定资产投资（万元）52,566 总成本（万元/年）161,078全场总产值219,500 盈亏平衡点（%）70%投资利润率（%）42.7 投资回收期（年）6.1投资利税率（%）62.9 投资净现值（万元）38,282内部收益率（%）31.6 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 4 第 2 章 项目背景及意义 2.1 项目建设背景 现阶段我国对于混合 C4 利用相对于国外还有较大的差距，而且随着国内对 于乙烯、丙烯以及其他一些高分子材料需求的增长，我国将新建多套百万吨级

14、的 蒸汽热裂解制乙烯装置，副产 C4 烃将会进一步有较大的增量。另外在混合 C4 的利用方面，我国的方法比较单一，技术也相对落后。 2.1.1 资源方面 近年来，由于天然气工业的发展，C4 烃作为传统民用液化气的用量将会逐 渐减少。另外由于国内对于乙烯、丙烯以及其他一些高分子材料需求的增长， 我 国将新建多套百万吨级的蒸气热裂解制乙烯的装置，则副产 C4 烃也将会进一步 有较大的增量，因此， C4 资源出现富余。 在乙烯热裂解的 C4 馏分中现在利用率最高的组分是丁二烯，但其含量也仅 48%左右，剩余的 C4 抽余液基本未被利用，其中异丁烯占到 22%。整个混合 C4 资源系统，出现了产能输入

15、大于输出的现象。 2.1.2 技术方面 目前，我国对于 C4 馏分的利用途径主要包括用作燃料和化工利用。 燃料方面：用作燃料的 C4 不经过加工直接作为燃料，且与世界水平相比， 国内的化工装置规模偏小，一体化程度较低。另外乙烯、催化装置副产 C4 并没 有整合在一起统一加工，而是依托原装置分头加工。 化工利用方面：由于混合 C4 通常所含有的组分中含量较大的丁二烯、异丁 烯、 1-丁烯等组分的沸点接近， 化学性质较活泼。 需要用特殊的方法将其分离开。 而我国在对于乙烯裂解副产 C4 馏分分离利用技术上，现阶段主要采用的是超精 密分馏法。以蒸汽裂解装置的混合 C4 经乙腈法进行丁二烯抽提后，再经

16、 MTBE 装置深度转化为异丁烯后直接作为 1-丁烯装置的进料。 生成目标产品后， 其余组 分用作燃料使用。 在生产 MMA 方面，目前，世界上甲基丙烯酸甲酯（MMA）的生产的工艺 生产路线主要有丙酮氰醇法、异丁烯法和乙烯法。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 5 2.2 项目建设意义 本项目以混合 C4 为原料，生产国内市场需求量急剧增大的 MMA，同时将 副产丁二烯。一方面充分利用了富余的 C4 资源，减少了资源浪费，另一方面又 缓解了市场对于产品的的紧缺，维持了市场的平衡发展。此外，本项目采用的混 合 C4 分离方法和 MMA 合成方法均提高了国内市场在石油化工行业的的竞争

17、 力，促进了科技的进一步发展。 2.2.1 响应国家政策 在中国迅速发展的今天，实现资源的合理和充分利用，以及资源的优化配置 是我们共同的目标。 本项目就是以现在利用率较低的异丁烯为原料，通过先进的 工艺技术进行生产。 不仅实现了资源的回收利用，解决了国内 MMA 供应量不足 的现状，也在原来国内生产方式的基础上实现了少投资，少污染的目标，同时也 实现了可持续发展。 本厂的建立也能对当地的经济起到一定的推动作用， 对于促进我国化工行业 的发展也有积极的影响。且本项目也属于化工行业国家产业政策鼓励的 28 类建 设项目之一，利用先进工艺技术生产大型基本有机化工原料。 2.2.2 充分利用资源 在

18、我国，随着石油工业的发展，C4 烃产量将越来越大，合理开发利用 C4 资源，提高其化工利用率，既合理利用了资源，又有利于我国化工事业的发展， 对我国石化企业增强企业竞争力具有重要意义。 2011年我国 C4 馏分总产量已超过 2Mt/a，其中约 1.3Mt/a 来自炼厂。随着 我国石油炼制和石化工业生产能力的迅速提高，C4 烃的产量也日益增多。据文 献报道， 到 2015 年我国原油加工能力将达到 380Mt/a， 乙烯产能达 1415MT/a， 比 1999 年分别增加 100Mt/a 和 10Mt/a，作为石油化工副产品的 C4 烃资源将不 断扩大。 而我国 C4 馏分的利用率不足 40%

19、， 且大多作为低价值的民用燃料消费， 因此，开发高附加值产品，提高的经济效益，已成为石化企业的当务之急。本项 目综合利用资源丰富的乙烯裂解产生的异丁烯为原料，生产甲基丙烯酸甲酯 （MMA） ，将低附加值的产品转为高附加值产品，提高资源的利用率。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 6 2.2.3 缓解市场紧缺 本项目主要产品为甲基丙烯酸甲酯（MMA） ，同时副产丁二烯。 MMA 是一种重要的有机化工原料，主要用作有机玻璃原料单体，另外在涂 料方面的使用也很广泛。随着 MMA 应用领域的不断拓宽，市场需求量的不断上 升。国内有机玻璃大宗消费市场如广告灯牌、浴缸、仪表、家用电器以及建筑

20、等 还有很大的开发潜力。与聚苯乙烯（PS） 、聚碳酸酯（PC） 、聚氯乙烯（PVC） 等其他树脂材料相比，有较好的透光性、耐候性和光泽度，具有很强的竞争力。 预计我国有机玻璃市场将以年均 6%以上的速度发展。 据报道， 现在我国丁二烯的生产只能满足市场需求的 88.6%， 每年约有 11.4% 的丁二烯需要进口。随着我国丁二烯需求量的增长，进口量也增长。 因此，本项目是根据市场的需要进行设计的，对国内该物质的紧缺有着很好 的缓解作用，也有利于市场的发展。 2.2.4 促进技术发展 本项目采用的以混合 C4 为原料经异丁烯直接氧化法生产甲基丙烯酸甲酯 （MMA）技术，与传统的丙酮氰醇法以及其他方

21、法比较，具有原料来源广泛， 催化剂活性高、选择性好、寿命长，反应收率和原子利用率高，无污染、环境友 好、成本低的优势，具备很强的竞争力。 在分离混合 C4 工段：我们采用中石化研究的前加氢 NMP 法丁二烯一段抽 提方法来对丁二烯进行抽提，本种方法采用前加氢技术，从而达到取消传统第二 段萃取精馏塔和炔烃洗涤塔的目的，简化了流程，节省了设备投资和维护费用， 也提高了操作的安全性，降低了能耗；另外，我们采用丁烯临氢异构反应精馏法 分离出异丁烯，此种方法将单程反应过程转变为多程反应过程，增大了最终的反 应转化率，提高了工艺处理能力和收率。 在生产目标产品 MMA 工段： 我们采用直接甲基化工艺，此种

22、工艺路线与原 异丁烯法相比，直接甲基化工艺将“两步氧化”工艺的后两步合并为一步，甲基丙 烯醛直接氧化酯化为 MMA。工艺不经过 MAA 步骤，有效的避免了 MAA 聚合 等副反应；还简化了工艺过程，降低了能耗，从而大幅度降低了投资成本和操作 费用。且本工艺技术成熟，与其他工艺相比，在经济上具有很强的竞争力。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 7 第 3 章 生产规模 3.1 概述 生产规模通常可以用产品的产量、产值、固定资产原值或职工人数等指标来 衡量， 反映生产规模的指标通常也叫规模标志指标。对于化工类公司主要是以工 业规模来衡量，工业规模通常用一定生产技术条件下，在某一时间内

23、的产品产量 来反映。本设计小组在确定生产规模时，对生产技术条件的主要影响因素进行了 综合分析。 其主要包含两个方面： 物质技术条件、 社会需求因素和原料供应因素。 3.2 物质技术条件分析 物资技术条件主要包括：资源条件、资金条件、技术条件等方面。本设计小 组根据本厂实际情况主要综合考虑以下几个方面，并针对本厂具体分析： 3.2.1 资源条件 本厂主要资源条件包含原料和土地两个方面。 本厂是以茂名石油化工公司为 依托的混合 C4 综合加工子系统，原料全部来源于母公司，所以原料的量受到母 公司生产能力的大小所制约。土地方面根据茂名当地的工业用地级别，确定土地 价格。 3.2.2 资金条件 本厂混

24、合 C4 加工子系统，其资金来源主要依靠母公司茂名石油化工公司， 同时包含有银行贷款和合资筹措，资金筹措的途径较多。 3.2.3 技术条件 本工艺采用日本最新异丁烯直接甲基化法生产 MMA，技术较为先进。 3.2.4 产品特点 本工艺目标产品是甲基丙烯酸甲酯（MMA） ，同时会副产聚合级丁二烯。 MMA 的需求量日益增大，具有较广阔的市场前景。而丁二烯市场前景稳定。 3.2.5 运输条件 由于本厂生产的 MMA 部分用来供给邻厂用于生产 PMMA 等树脂，其他 MMA 会流通于周边市场，运输量相对较小，且运输难度不大，而丁二烯运输费 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 8 用高，所

25、以大部分用于邻厂的橡胶生产，运输强度也比较小。 3.2.6 人力条件 本厂位于广东省，人力来源广但人力成本相对来说较高。 3.3 社会需求因素 社会需求因素主要表现在对目标产品甲基丙烯酸甲酯（MMA）的市场需求 量、未来市场预测和社会生产能力三个方面。 3.3.1 社会需求量 MMA 在实际生产中主要用于生产丙烯酸树脂、塑料（有机玻璃）和表面涂 料等领域。经过多年应用与开发，其应用领域不断扩大。根据相关部门预测， 今 后几年世界 MMA 市场需求将以每年 5%左右的速度增长.而未来几年国内 MMA 的需求仍将以 10%左右的速度增长。 3.3.2 未来市场预测 2006 年我国 MMA 表观消

26、费量仅为 24.9 万吨，2011 年则增至 45.6 万吨， 年 均增长速度达到 13.2%。根据国内相关部门预测，未来几年国内 MMA 的需求仍 将以 10%左右的速度增长， 到 2012年国内的 MMA 市场需求量将达到 46.8 万吨； 20122016 年期间的年均需求增长速度约为 7%左右， 预计到 2015 年国内 MMA 市场的需求量将达到 60 万吨左右，到 2016 年国内 MMA 市场需求将达到 65 万 吨左右。 3.3.3 社会生产能力 2007 年我国 MMA 生产能力达到 35.8 万，产量约 30 万吨/年。而在 2008 年 到 2011年间随着赢创公司、上海

27、璐彩特公司、吉化公司、黑龙江中盟龙新化工 有限公司的一些拟建、扩建项目的如期完成，2011年国内 MMA 生产能力已达 到约 55 万吨/年。 3.4 原料供应因素 本工厂为以中国石油化工股份有限公司茂名分公司（以下简称茂名石化） 为 依托的混合 C4 综合加工子系统。原料混合 C4 主要来源于茂名石化的乙烯蒸汽 裂解装置。 其裂解装置生产能力为 330 万吨/年， 按 1350 万吨/年炼油总加工流程， 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 9 3 套催化装置液化气产能约为 51.8 万吨/年， 经过气分装置处理， 每年将剩余 25.7 万吨的混合 C4。 而目前其本身配套 MTB

28、E 装置， 每年可利用 20 万吨的混合 C4， 其余部分与 MTBE 装置副产醚一起作为民用液化气销售。 由于目前茂名石化 2000 万吨/年炼油改扩建工程已经获准启动，同时将于 2012 年年底建成投产。届时催化裂化装置总能力将扩大到 460 万吨/年，副产的 混合 C4 总量将达到约 40 万吨/年，而该方案并无新建 MTBE 装置, 届时每年富 余的 C4 将超过 21 万吨。 3.5 规模确定 本设计小组综合考虑本厂的实际物质技术条件、 对目标产品的社会需求和原 料供应因素，同时参照国内外主要生产企业的生产情况（请参照市场分析一章） 确定本厂的生产规模为；每年利用 15 万吨的混合

29、C4，以每年 7500 小时为生产 周期，规模拟定每年生产 6 万吨的甲基丙烯酸甲酯（MMA）优等品，同时每年 副产 7 万吨聚合级丁二烯。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 10 第 4 章 技术方案的选择 4.1 概述 本项目的目标是为一个石化综合企业设计一座以 C4 为原料年产万吨 的分厂。以来自上游茂名石化乙烯蒸汽裂解装置副产的 C4 馏分为原料，经过 原料 C4 预分离工段、MAL 合成工段及 MMA 合成工段生产其纯度达到聚合级 要求的 MMA 产品，供下游以 MMA 为原料单体的精细化工聚合装置使用。 4.2 原料 C4 预处理工段技术方案 原料 C4 馏分中的组成

30、较复杂，其中以乙烯蒸汽裂解装置副产的 C4 馏分为 原料， 分离出异丁烯作为深加工生产下游产品原料时必须先把丁二烯通过萃取精 馏分离出来，再分离出异丁烯。因此，将丁二烯与异丁烯的分离技术方案分别详 细介绍。 4.2.1 丁二烯的分离工艺 目前，世界上丁二烯的来源主要有两种，一种是从乙烯裂解装置副产的混合 C4 馏分中抽提得到，这种方法价格低廉，经济上占优势，是目前世界上丁二烯 的主要来源。另一种是从炼油厂 C4 馏分脱氢得到，该方法只在一些丁烷、丁烯 资源丰富的少数几个国家采用。世界上从裂解 C4 馏分抽提丁二烯以萃取精馏法 为主，根据所用溶剂的不同生产方法主要有乙睛法（ACN 法） 、二甲基

31、甲酰胺法 （DMF 法）和 N-甲基吡咯烷酮法（NMP 法）3 种。 传统的典型分离方案 传统的丁二烯分离方案主要有 ACN 法、DMF 法和 NMP 法，三种方法的基 本原理和工艺技术路线基本相同， 都采用两段萃取精馏和两段精密分馏。但各自 的流程组合差别较大，下面将对这三种方法分别进行对比分析如表 4-1 所示。 表 4-1 传统典型分离方法的比较 工艺 类别 ACN 法DMF 法NMP 法 现有 公司 意大利 SIR （1968 年） 日本 JSR （1965 年） 日本瑞翁 （Geon）公司 （1956 年） 德国 BASF 公司 （1968 年） 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目

32、可行性分析 11 续表 4-1 溶剂 组分 含水 5%的 ACN 含水 10%的 ACN DMF含水 8.3%的 NMP 生产 工序 氨洗塔萃取精 馏二次萃取精 馏脱轻-脱重 萃取蒸馏二次 萃取蒸馏汽提 脱炔 萃取蒸馏二次萃 取蒸馏精馏溶 剂回收 萃取蒸馏脱气 蒸馏溶剂再 生 工艺 优点 价廉易得； 乙腈化学性质 稳定 （高温下少水 解成乙酸和氨） ， 腐蚀性小； 流程简单； 采用侧线除炔 烃技术， 使丁二烯 与炔烃分离完全。 价廉易得； 乙腈化学性质 稳定（高温下少 量水解成乙酸和 氨） ，腐蚀性小； 流程简单； 综合能耗低， 操作温度低。 对原料C4的适应 性强， 对 C4 的溶解 度和相

33、对选择性 好； 生产能力大，成 本低，工艺成熟， 安全性好、节能效 果较好，产品、副 产品回收率高达 97%； 循环溶剂量较 小，溶剂消耗量低； 热稳定性和化学 稳定性良好。 对原料 C4 的适 应性强，对 C4 的 溶解度和相对选 择性好； 生产能力大，成 本低，工艺成熟， 安全性好、节能效 果较好； 设备较少，流程 较短，占地面积较 小，分离效果好； 热稳定性和化 学稳定性良好。 工艺缺点 CAN毒性较大， 挥发度大； 环境污染严重； 选择性低。 CAN 毒性较 大，挥发度大； 环境污染严 重； 选择性低。 萃取塔及解吸塔 的操作温度都较 高，易引起双烯烃 和炔烃的聚合； 在水分存在下会

34、分解生成甲酸和二 甲胺，有一定的腐 蚀性； 沸点高，萃取塔 及解吸塔的操作 温度都较高； 设备密封性要 求高； 电耗较高。 国内外丁二烯分离技术的进展 随着乙烯工业的发展，原料的裂解深度不断增加，副产 C4 的馏分中炔烃含 量也在增加，导致现有丁二烯抽提装置第二萃取精馏塔超负荷运行，操作困难。 为达到炔烃脱除目标，必须增大溶剂量，使回流量增大，导致丁二烯损失增加。 为此， 国内外都在丁二烯分离技术上取得了突破性的进展。国内外的丁二烯开发 的工艺主要有选择性加氢脱炔（KLP）技术、分壁式精馏塔技术及前加氢技术 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 12 NMP 法丁二烯一段抽提，其开发

35、的工艺特点对比如表 4-2 所示。 表 4-2 国内外丁二烯分离技术进展的比较 工艺 类别 选择性加氢脱炔烃 （KLP）技术 分壁式精馏塔技术NMP 法丁二烯一段抽提方法 现有 公司 UOP 公司、BASF 公 司及法国石油研究院 （IFP） BASF 公司 中国石油化工股份有限公司北京 化工研究院 溶剂 组分 NMPNMP含水 8.3%的 NMP 生产 工序 加氢萃取精馏溶 剂回收精制 分壁式精馏塔 加氢脱轻萃取精馏溶剂回 收 工艺 优点 丁二烯产品纯度 高, 收率高； 公用工程费用低, 维修费用低； 操作安全性高。 工艺流程大大简化, 降低了投资成本和维 修成本； 降低了因丁二烯自 聚导致

36、爆炸的可能性 萃取塔塔顶热负荷小 设备投资小，物耗低 操作简化，安全性高 装置操作性不受催化剂再生周 期影响，对原料的适应能力强， 产品质量高 工艺 缺点 对原料 C4 适应性 不强； 催化剂价格昂贵； 萃余液中的轻组分 C4 烯烃含量低。 自动控制要求严格， 技 术程度还不够， 因此也 限制了其推广使用 催化剂需再生，使用量较大 通过对比现有的丁二烯分离方法的对比分析， 考虑到本项目以乙烯蒸汽裂解 副产 C4 为原料中烯烃，炔烃组分含量组成会发生波动及工艺流程的特点和对产 品中纯度的要求和利用，最终选择中石化研究的前加氢 NMP 法丁二烯一段抽提 方法。 该工艺流程为 C4 馏分首先进入加氢

37、反应装置进行加氢反应，采用 Raney-Ni 或 Pd-Fe 系列作为 C4 馏分加氢除炔催化剂， 除掉其中的乙烯基乙炔， 乙基乙炔， 引入脱轻塔和取消循环气压缩机的丁二烯一段抽提新方法，包括选择加氢，脱除 轻组分，萃取精馏，溶剂回收等步骤。该工艺的流程示意图如图 4-1 所示。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 13 注：1-加氢反应器；2-脱轻塔；3-萃取精馏塔；4-溶剂回收塔； 图 4-1 NMP 法丁二烯一段抽提工艺流程图 该工艺具有以下特点： （1）采用前加氢技术，从而达到取消第二段萃取精馏塔和炔烃洗涤塔的目 的，简化流程，节省设备投资和维护费用；对原料中的炔烃进行前加

38、氢脱除， 不 存在炔烃含量高的问题，从而提高了操作安全性，取消了因降低炔烃含量而采用 抽余液稀释来降低炔烃含量的稀释用抽余液的排放，降低了物耗；粗丁二烯的精 制单元只采用一塔操作，节省了设备投资。 （2）引入脱轻塔预先脱除轻组分，使得主洗塔塔顶的操作温度不低于 35 ，可采用循环水冷却，操作简单，投资少。 （3）溶剂回收塔塔顶气相采用-15-5的冷却剂（冷冻盐水）将其冷凝成 液相，再用泵送至精制塔，省去了循环气压缩机，节省了设备投资和维护费用， 简化了操作，降低了能耗。 （4）采用前加氢工艺，产品中丁二烯的纯度可达到 99.5%（重量）以上， 回收率达到 98%以上。 （5）加氢反应器可以采用

39、一用一备，他们之间可以进行切换，这样整个装 置的操作周期不受催化剂再生周期影响。 （6）因为加氢是单独的操作单元，从而提高了对原料的适用能力。 4.2.2 异丁烯的分离工艺 工业上获得高纯度的异丁烯主要原料是抽余 C4 馏分。C4 馏分抽余液是 C4 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 14 经过丁二烯抽提后的剩余部分，含有丁烯的各种异构体和丁烷，异丁烷。在化工 利用方面，各种丁烯的异构体更为重要，其中异丁烯的含量很高，故在随后的分 离过程中，要进行丁烯异构体的分离，同时获得异丁烯产品，作为下一步合成更 具有价值的精细化工中间产品。由于异丁烯和 1-丁烯的沸点差别小于 1，异丁 烯

40、与异丁烷，正丁烷的沸点也很接近，所以不能通过简单精馏的方法从抽余 C4 中分离出高纯度的异丁烯。目前得到高纯度的异丁烯的主要工艺如表 4-3 所示。 表 4-3 生产高纯度的异丁烯的工艺比较 类别工艺现有公司工艺原理优点缺点 无机酸萃取吸 收分离法（硫 酸萃取法） 美国 Exxon 法 利用正、异丁烯与 硫酸反应的速度差 来实现正、异丁烯 的分离 产品纯度高，回 收率高 技术成熟 设备腐蚀严 重 产生大量废 水 德国 BASF 法 法国 CFR 法 分子筛吸附分 离法 （钙沸石-5A） UCC 工艺 利用正丁烯和异丁 烯在分子筛上吸附 能力的差异来生产 异丁烯的工艺技术 产品纯度高，回 收率高

41、 能耗低 设备费用高 技术不够成 熟成熟， 工艺复 杂 甲醇醚化裂 解法 （MTBE 法） 各公司都有引 进 利用异丁烯与甲醇 的醚化反应将其分 离 产品纯度高，回 收率高 选择性很高 副反应众多 大量的分离 设备， 流程复杂 投资和能耗 高，经济性差 异丁烯水合及 脱水分离法 （树脂水合脱 水法） ARCO 工艺 利用了异丁烯在酸 催化剂作用下水合 及脱水反应 流程简单，投资 省 产品质量高、污 染较小 设备无腐蚀 催化剂易破 碎 异丁烯转化 率低 能耗高 醋酸酯化 分离法 日本旭化成公 司 利用冰醋酸和 C4 馏分中的异丁烯的 选择性酯化反应 流程简单，投资 少 产品质量高，污 染较小 异

42、丁烯收率高 技术不够成 熟 催化剂价格 昂贵 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 15 续表 4-3 异构反应 精馏法 Isopure 工艺 利用 1-丁烯到 2-丁 烯的异构反应与普 通精馏相结合的一 种分离方法 工艺流程简单， 不包含其他化学反 应 产品质量高，收 率高 对原料适应性强 不易自动控 制 反应器与精 馏塔分开， 能耗 高 临氢异构催 化精馏骨架 异构相结合的 工艺 工艺流程简单， 对原料适应性强 产品质量高，收 率高 不易自动控 制 反应器与精 馏塔分开， 能耗 高 CDTech异丁 烯分离工艺 工艺流程复杂 对原料适应性强 反应器与萃 取精馏塔分开 放置 产品纯

43、度不 高 丁烯临氢异构 反应精馏工艺 工艺流程简单， 易控制 对原料适应性强 产品质量高，能 耗低 反应转化程度 高，分离效果好 催化剂再生 过程复杂 塔顶负荷相 对较大 通过上述比较，考虑到经萃取精馏后的 C4 馏分中异丁烯含量较高，1-丁烯 和异丁烷含量较低， 需要生产纯度较高的异丁烯作为化工中间原料，结合各个工 艺流程的特点和对产品中纯度的要求和利用，最终选择丁烯临氢异构反应精馏 法。 该方法是将丁烯临氢异构反应与精馏结合， 可以在精馏分离异丁烯和 2-丁烯 的同时，将 C4 组分中的 1-丁烯全部转化，以实现异丁烯的提纯。以上述分析为 基础，反应精馏塔从上到下被分为三段，分为精馏段、反

44、应段和提馏段。精馏段 和提馏段的精馏构件为普通塔板或惰性填料， 而反应段内的塔板上或填料中则装 载有丁烯异构反应催化剂。 含有催化剂的构件既具有催化活性，同时构件的表面 又提供了塔内汽液传质的界面，具有一定的分离功能。反应精馏塔的两股进料分 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 16 别是抽余 C4 原料和微量氢气。 C4 原料在塔中部进料， 氢气的进料则在塔的下部， 从而使反应段内保存氢气气氛。反应段位于两股进料之间，轻重两股物料逆流接 触，在反应段内，液相中 1-丁烯发生异构反应生成 2-丁烯，通过调整操作参数， 可以使异构反应的转化率几近 100%。反应生成的 2-丁烯和原料中

45、的 2-丁烯从塔 底馏出，而原料中的异丁烯作为轻组分向塔顶富集，最后和更轻的异丁烷一起成 为塔顶馏出物。 反应精馏分离法是一种特殊精馏过程， 它的特点是将化学反应和普通精馏耦 合于单个设备中进行，可以同时对反应和精馏过程进行强化。与独立的精馏过程 和反应过程相比，反应精馏有着诸多的优点： a.从热力学上看，由于反应和精馏同时进行，使得反应产物能及时的从催化 剂表面脱离， 破坏了反应的化学平衡。实际上将单程反应过程转变为多程反应过 程，增大了最终的反应转化率。 b.当反应的产物为不稳定物质或热敏性物质时，精馏作用可以使产物及时脱 离反应区， 缩短了它在反应区的停留时间， 减少了产物的热分解或副反

46、应的发生， 这样就提高了反应总体的选择性，提高了收率。 c.从反应动力学上看，反应的生成物从催化剂表面脱离，可以提高反应物的 相对浓度，这样就可以加快正反应的速率，提高反应的效率，工艺的处理能力也 就得到了提高。 d.当精馏体系中反应的放热量较大时，反应热可以及时被组分的汽化消耗， 避免了飞温和局部过热，反应体系温度趋于稳定，同时反应放热也可以节省部分 能量输入。 4.3MMA 合成工艺 异丁烯工艺是利用目前未得到充分利用的石油裂解副产物生产高附加值 MMA 的新工艺，绿色化高效利用国内丰富的混合 C4 资源。我们从催化剂活性、 选择性、技术经济、环境污染等几个方面，对甲基丙烯腈（MAN） 、

47、异丁烯一步 氧化法、异丁烯两步氧化法、直接甲基化法四种工艺进行对比，结合我国实际情 况，选择一条最适合的工艺路线。 年产13 万吨MMA/丁二烯项目项目可行性分析 17 4.3.1 甲基丙烯腈（MAN）法 甲基丙烯腈法是由异丁烯氨氧化合成甲基丙烯腈,经水解,酯化制备 MMA 的 新方法。异丁烯(或叔丁醇)与氨、氧按一定比例混合后进行氨氧化反应，生成甲 基丙烯腈，然后在硫酸存在下，MAN 水合生成甲基丙烯酞胺硫酸盐，再同甲醇 水溶液进行水解和酯化生成 MMA 类似于 ACH 法，该法所采用的原料避开了使 用剧毒的氢氰酸，但不可避免地要副产硫铵或进行大量废酸的回收处理，甲基丙 烯腈水解过程需要用过

48、量硫酸参与反应，故甲基丙烯腈法亦存在设备腐蚀问题。 4.3.2 异丁烯一步氧化法 以异丁烯为原料，一步氧化制甲基丙烯酸,再酯化为 MMA。这种工艺是将异 丁烯经一步氧化制得甲基丙烯酸（MAA） ，然后将 MAA 与甲醇按一定比例酯化 得到 MMA，酯反应生成物主要 MMA,含有少量甲醇和水。加水抽提分离 MAA 和甲醇后,粗 MMA 通过蒸馏去除少量低沸点组分,可得高纯 MMA。异丁烯一步 氧化法比二步氧化法原料费用低、催化剂选择性高、产品纯度高、设备紧凑、 建 设费用可减少 20%30%。可简化工序、降低成本，但目前尚未实现工业化。 这 种工艺首先氧化成对应醛，再氧化成酸，但两者氧化动力学不

49、同，采用相同工艺 条件和催化剂得不到最佳 MAA 选择性； 所以需要找出一种高效型催化剂能使异 丁烯两步氧化变为一步氧化成甲基丙烯酸。 4.3.3 异丁烯两步氧化法 在此工艺流程中，异丁烯、空气、蒸汽、惰性气体混合后，进入第一段反应 器，氧化生成甲基丙烯醛（MAL） 。第一段反应器生成的气体产物急冷至第二段 反应器的反应温度后，直接进入第二段反应器，使 MAL 氧化生成甲基丙烯酸 （MAA） 。第二段反应器生成的气体产物（含 MAA 及少量未反应 MAL）经急 冷后，MAA 和 MAL 分别在 MAA 吸收塔和 MAL 吸收塔被捕集，形成 MAA 水 溶液和 MAL 水溶液。 最后 MMA 用液液抽提或共沸抽提等方式提纯,与甲醇进行 酯化反应,生成 MMA 产物。但该工艺存在流程长、收率较低等缺点。而且在由 MAL 氧化生成 MAA 时，MAA 容易聚合堵管，而且在输送 MAA 时，酸性的 MAA 对管道有一定的腐蚀作用。相对来说，异丁烯两步氧化法比一步氧化法原 料费用高，而且在两步氧化法的催化剂的选择性低，另外，由两步氧化法制得的 年产1