大唐煤化工鲁奇三合一MTP装置工艺.ppt

大唐煤化工项目大唐煤化工项目鲁奇三合一装置工艺概况鲁奇三合一装置工艺概况1 1一、三合一装置简介一、三合一装置简介2 2LurgiLurgi技术技术技术技术气体净化气体净化气体净化气体净化甲醇合成甲醇合成甲醇合成甲醇合成MTPMTP专利专利专利专利RectisolRectisol® ®OxyClaus ®OxyClaus ®＋＋＋＋LTGT ®LTGT ®Mega Methanol®MTP ®产量产量产量产量合成气：合成气：合成气：合成气：18417t/d18417t/dCO2CO2气：气：气：气：6778t/d6778t/d液态硫：液态硫：液态硫：液态硫：116.5t/d116.5t/d精甲醇：精甲醇：精甲醇：精甲醇：5000.3t/d5000.3t/d丙烯：丙烯：丙烯：丙烯：1423.9t/d1423.9t/d乙烯：乙烯：乙烯：乙烯：69.6t/d69.6t/dLPGLPG：：：：109.1t/d109.1t/d汽油：汽油：汽油：汽油：546.7t/d546.7t/d三合一装置是指大唐国际引进德国鲁奇公司的三项专利技术：低温甲醇洗脱硫脱碳工艺、百万吨级甲醇合成工艺和甲醇制丙稀MTP工艺 （Methanol to Propylene） 的总称，同时包括CO变换单元。

其中甲醇制丙烯装置为目前世界上首套工业化装置3 3三合一装置各单元三合一装置各单元三合一装置主要负责将煤气化装置产生的粗煤气进行精制，得到的合格合成气体在甲醇合成塔中合成甲醇，同时进行精制，为丙烯生产装置提供原料三合一装置构成如下：序号序号装置名称装置名称系列数系列数主要功能主要功能一氧化碳一氧化碳变换工序工序3 3将粗合成气中的部分将粗合成气中的部分COCO转化化为氢气气40004000 酸性气体脱除酸性气体脱除工序工序1 1脱除脱除变换气中酸性气体，制得合格的甲气中酸性气体，制得合格的甲醇合成原料气醇合成原料气45004500 硫回收装置硫回收装置1 1处理含硫理含硫废气，回收硫磺，保气，回收硫磺，保护环境境50005000 甲醇装置甲醇装置1 1生生产甲醇，甲醇，为丙丙烯装置提供原料装置提供原料60006000 丙丙烯生生产装置装置MTPMTP1 1用甲醇合成丙用甲醇合成丙烯，同，同时通通过精制，得到精制，得到丙丙烯、乙、乙烯，，为聚丙聚丙烯装置提供原料，装置提供原料，同同时得到汽油、得到汽油、LPGLPG等等产品 45 56本界区原料、产品方案本界区原料、产品方案粗煤气：粗煤气：640万吨万吨/年年甲醇：甲醇：168万吨万吨/年年丙烯：丙烯：47万吨万吨/年年硫磺：硫磺：3.8万吨万吨/年年乙烯：乙烯：2.3万吨万吨/年年LPG：：3.64万吨万吨/年年汽油：汽油：18.2万吨万吨/年年二氧化碳：二氧化碳：200万吨万吨/年年7 72、各装置工艺流程简介82.1　CO变换单元9本单元主要的任务是利用一氧化碳和水本单元主要的任务是利用一氧化碳和水蒸汽反应将来自煤气化单元的粗煤气中蒸汽反应将来自煤气化单元的粗煤气中过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所需的大量氢气。

需的大量氢气主要反应方程式：主要反应方程式：CO+H2O→CO2+H2+2.33 KJ/molCO+H2O→CO2+H2+2.33 KJ/mol10130.6℃,130.6℃,275t/h275t/h来自气化来自气化中压蒸汽中压蒸汽分分离离器器过过滤滤器器第第一一变变换换炉炉第二变换炉分分离离器器一氧化碳变换工艺流程简图一氧化碳变换工艺流程简图粗煤气来自煤气化装置粗煤气来自煤气化装置247244.48Nm3/h247244.48Nm3/h170170℃℃，，3.8MPa3.8MPa（（a a））H2H2：：17.2%17.2%；；COCO：：46.4%46.4%；；CO2CO2：：12%12%；；H2OH2O：：23.1%23.1%冷凝液去冷凝液去气化气化来自电厂脱盐水来自电厂脱盐水25℃℃,275t/h粗合成预热器粗合成预热器220℃℃266℃℃　　5.1MPa600t/h260℃℃H2H2：：30.6%30.6%；；COCO：：9.1%9.1%；；CO:27.3%CO:27.3%；；H2OH2O：：32.2%32.2%272℃℃450℃450℃ 330℃330℃ H2H2：：38.8%38.8%；；COCO：：5.9%5.9%；；CO:35.1%CO:35.1%；；H2OH2O：：19.3.2%19.3.2%40℃40℃变换气去低温甲醇洗装置变换气去低温甲醇洗装置257600Nm3/h257600Nm3/h4040℃℃，，3.4MPa3.4MPa（（a a））H2H2：：42.5%42.5%；；COCO：：18.5%18.5%；；CO2CO2：：37.5%37.5%；；H2OH2O：：3%3%除盐水加热器除盐水加热器中压蒸汽过热器中压蒸汽过热器361℃361℃SA387Gr.1SA387Gr.11CL.2+1CL.2+SA347SA347煤气化装置来的粗煤气，气量247244.48Nm3/h，温度170℃，压力3.8MPa。

首先进入粗煤气分离器，分离出水、煤灰后再进入粗煤气过滤器，过滤一些杂质，然后进入粗煤气加热器，加热至220℃，在蒸汽混合器中配入600t/h饱和中压蒸汽，再经过粗煤气换热器加热以温度260℃进入第一变换炉，出第一变换炉后的反应气温度为450 ℃依次经过中压蒸汽过热器、粗煤气换热器、粗煤气加热器换热，以251.6 ℃进入第二变换炉出第二变换炉的反应器以361 ℃依次经过废锅、第二除盐水加热器、分离器，分离出的气体以40 ℃, 3.42MPa送到下一单元－低温甲醇洗单元一氧化碳变换简易流程概述12122.2　低温甲醇洗单元13本单元主要的作用是利用甲醇在低温下对酸性本单元主要的作用是利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度大，可以将其有选择性地吸收的特气体溶解度大，可以将其有选择性地吸收的特性，将来自性，将来自COCO变换单元的变换气中多余的变换单元的变换气中多余的CO2CO2以以及对甲醇合成催化剂有毒害作用的硫化氢等杂及对甲醇合成催化剂有毒害作用的硫化氢等杂质脱除，使净化后的气体成为适合于甲醇合成质脱除，使净化后的气体成为适合于甲醇合成反应所需的净煤气反应所需的净煤气 本单元主要是采用一些化工单元操作，属物理本单元主要是采用一些化工单元操作，属物理过程，不涉及化学反应。

过程，不涉及化学反应14中压闪蒸塔变换气变换气来自低温甲来自低温甲醇洗醇洗780242Nm3/h780242Nm3/h4040℃℃，，3.3MPa3.3MPaH2H2：：42.5%42.5%；；COCO：：18.5%18.5%；；CO2CO2：：37.5%37.5%；；H2SH2S：：0.43%0.43%锅炉给水氨洗塔去水处理合成气去甲醇单元甲醇洗涤塔丙稀制冷剂富CO2甲醇富H2S甲醇去再吸收塔精洗甲醇精洗甲醇来自热再来自热再生塔生塔去再吸收塔闪蒸汽压缩机变换气洗涤变换气洗涤-19.9-19.9℃℃绕管换热器-42.6-42.6℃℃493934.5Nm3/h493934.5Nm3/h3030℃℃，，3.2MPa3.2MPaH2H2：：66.99%66.99%；；COCO：：28.9.%28.9.%；；CO2CO2：：2.7%2.7%；；去热再生塔T-40005-23.5-23.5℃℃-37-37℃℃主洗甲醇主洗甲醇来自再吸来自再吸收塔收塔-53.1-53.1℃℃-57.3-57.3℃℃-29.6-29.6℃℃-23.8-23.8℃℃15低温甲醇洗－气体洗涤来自来自COCO变换工段的变换气（温度变换工段的变换气（温度40℃40℃，压力，压力3.4Mpa(a)3.4Mpa(a)），首先），首先经过一系列换热器换热后被冷却到约经过一系列换热器换热后被冷却到约10℃10℃，然后通过氨洗涤塔，然后通过氨洗涤塔T40001T40001（，用锅炉给水进行洗涤以降低其（，用锅炉给水进行洗涤以降低其NH3 NH3 和和HCNHCN含量。

再经过变含量再经过变换气最终冷却器（绕管式）后，温度降到－换气最终冷却器（绕管式）后，温度降到－19.9℃19.9℃，送到并联的两，送到并联的两台吸收塔台吸收塔T T－－40002AB40002AB的底部吸收塔吸收塔T T－－40002AB40002AB从下到上依次可分为预洗段、硫化氢吸收段和从下到上依次可分为预洗段、硫化氢吸收段和二氧化碳吸收段二氧化碳吸收段在预洗段，变换气中微量组份如在预洗段，变换气中微量组份如NH3NH3和和HCNHCN等被低冷甲醇吸收在等被低冷甲醇吸收在H2SH2S吸收段，将吸收段，将H2SH2S和和COSCOS脱除，使净煤气中硫含量满足甲醇合成催化脱除，使净煤气中硫含量满足甲醇合成催化剂的要求在剂的要求在CO2CO2吸收段，将多余的吸收段，将多余的CO2CO2脱除，使净煤气中脱除，使净煤气中CO2CO2的含量的含量达到适合于甲醇合成反应所需的含量出达到适合于甲醇合成反应所需的含量出CO2CO2吸收段的净煤气经过变吸收段的净煤气经过变换气最终冷却器换气最终冷却器 E40003E40003（绕管式）回收冷量后，被送到甲醇单元作（绕管式）回收冷量后，被送到甲醇单元作为甲醇合成的原料气。

为甲醇合成的原料气来自来自CO2CO2吸收段的部分含吸收段的部分含CO2CO2甲醇和甲醇和H2SH2S吸收段富硫甲醇送入中压吸收段富硫甲醇送入中压闪蒸塔闪蒸塔T40003T40003中在此甲醇在中压下闪蒸，有价值的中在此甲醇在中压下闪蒸，有价值的H2H2和和COCO闪蒸出闪蒸出来，再循环气压缩机（来，再循环气压缩机（C40001C40001）压缩后循环回变换气入口管线压缩后循环回变换气入口管线 1616低温甲醇洗－再低温甲醇洗－再 生生 部部 分分N2冷却器冷却器 再沸器再沸器精洗甲醇加精洗甲醇加压泵压泵富富H2S甲醇甲醇富富CO2甲醇甲醇精洗甲醇去洗涤塔精洗甲醇去洗涤塔CO2产品送气化产品送气化140908Nm3/h,11.7℃℃，，0.125MPa汽提汽提N274011.1Nm3/h 40℃℃,0.74MPa再再吸吸收收塔塔热热再再生生塔塔Claus气去硫回收气去硫回收10540.9Nm3/h,24.7℃℃，，0.19MPa,CO2：：66.6；；H2S:31.7%;;COS:0.43来自尾气洗来自尾气洗涤塔涤塔去尾气洗涤塔去尾气洗涤塔蒸汽加热蒸汽加热含含CO2、、HS2甲醇液甲醇液贫贫/富甲醇换热器富甲醇换热器热再生塔进热再生塔进料泵料泵主洗甲醇去洗涤塔主洗甲醇去洗涤塔去尾气洗涤塔去尾气洗涤塔去尾气洗涤塔去尾气洗涤塔17经闪蒸塔闪蒸后的含CO2甲醇被送入再吸收塔再吸收塔T40004T40004上段。

在再吸收塔的上段甲醇继续被闪蒸，释放出所含的绝大部分CO2CO2产品气离开塔后，在变换气最终冷却器 E40003中被加热后，被送到气化界区作为粉煤输送的介质同时闪蒸后的冷甲醇被送到吸收塔T－40002的CO2洗涤段作为主洗甲醇再吸收塔同时采用低压氮气作为气提介质，来气提甲醇中的CO2，气提后含CO2的氮气被送到尾气洗涤塔T－40007来自再吸收塔T40004底部下段的富H2S甲醇经过加热后送至热再生塔热再生塔T40005T40005 热再生塔塔顶出来的甲醇蒸气/酸气混合物通过冷却、分离后，未被冷凝的克劳斯气体在克劳斯气被送到克劳斯硫回收单元（4500单元）从热再生塔中段出来的再生甲醇被返回吸收塔T40002AB的CO2吸收段作为精洗甲醇低温甲醇洗－溶液再生1818再沸器再沸器蒸汽加热蒸汽加热甲醇蒸汽去热再生塔甲醇蒸汽去热再生塔贫甲醇贫甲醇含水粗甲醇含水粗甲醇甲醇水塔甲醇水塔进料泵进料泵板式换热器板式换热器洗涤水泵洗涤水泵脱盐水脱盐水去废水水处理去废水水处理405.6kg/h,20.1℃℃，，0.25MPa尾气放空尾气放空209212.6Nm3/h,8.1℃℃,0.1MPa再再吸吸收收塔塔来来尾尾气气 甲甲醇醇水水塔塔低温甲醇洗－甲醇水分离与尾气处理低温甲醇洗－甲醇水分离与尾气处理 尾尾气气洗洗涤涤塔塔226546.8Nm3/h226546.8Nm3/h19热再生塔底出来的富水甲醇被导入甲醇水塔热再生塔底出来的富水甲醇被导入甲醇水塔T40006T40006。

甲醇水塔顶部的甲醇蒸汽作为气提介质被送入热再生甲醇水塔顶部的甲醇蒸汽作为气提介质被送入热再生塔塔T40005T40005甲醇水塔底部产品是不纯水，经冷却后送甲醇水塔底部产品是不纯水，经冷却后送入尾气洗涤塔入尾气洗涤塔T40007T40007来洗涤来自再吸收塔的气提氮气来洗涤来自再吸收塔的气提氮气经过洗涤后，尾气被排放，洗涤液被送到甲醇水塔经过洗涤后，尾气被排放，洗涤液被送到甲醇水塔T40006T40006回收其中含有的甲醇回收其中含有的甲醇 低温甲醇洗－甲醇水分离与尾气处理低温甲醇洗－甲醇水分离与尾气处理20202.3　硫回收单元21本单元的主要作用是将来自低温甲醇洗的含硫本单元的主要作用是将来自低温甲醇洗的含硫气体进行处理，使之达到国家规定的排放标准，气体进行处理，使之达到国家规定的排放标准，同时副产硫磺产品同时副产硫磺产品 H2SH2S＋＋1/2O2=S+H2O 1/2O2=S+H2O 　　　　　　H2S+3/2O2=SO2+H2O H2S+3/2O2=SO2+H2O 　　2H2S+SO2=3S+2H2O2H2S+SO2=3S+2H2O22Sulfur degassing tank1165.5Nm3/hSulfur separatorPump锅炉给水锅炉给水燃燃料料气气燃烧炉燃烧炉硫磺脱气池硫磺脱气池去硫磺成型去硫磺成型锅锅炉炉给给水水硫硫磺磺分分离离器器去尾气焚烧去尾气焚烧二级克劳斯二级克劳斯反应器反应器低压蒸汽低压蒸汽一级克劳一级克劳斯反应器斯反应器废热锅炉废热锅炉去焚烧炉去焚烧炉克劳斯气克劳斯气氧气氧气空气空气低低压压蒸蒸汽汽氧克劳斯硫回收氧克劳斯硫回收10540.9Nm3/h,10540.9Nm3/h,24.7℃24.7℃，，0.19MPa,0.19MPa,CO2CO2：：66.666.6H2S:31.7H2S:31.7COS:0.43COS:0.4318437.1Nm3/h,18437.1Nm3/h,240℃240℃，，0.15MPa,0.15MPa,CO2CO2：：3939H2S:3.155H2S:3.155SO2:3.2SO2:3.2COS:2.9COS:2.9SX:0.281SX:0.2815220Nm3/h 322℃322℃H2S:1.75H2S:1.75SO2:0.874SO2:0.874COS:0.16COS:0.16SX:1.32SX:1.32 223.4℃223.4℃H2S:0.4H2S:0.4SO2:0.2SO2:0.2COS:0.16COS:0.16SX:0.36SX:0.3617832Nm3/h17832Nm3/h130℃130℃H2S:0.4H2S:0.4SO2:0.2SO2:0.2COS:0.16COS:0.1623来自低温甲醇洗单元的酸性气体通过酸气分离器来自低温甲醇洗单元的酸性气体通过酸气分离器D-45001D-45001分离后进入氧克劳斯燃分离后进入氧克劳斯燃烧炉烧炉B-45001B-45001、燃烧室、燃烧室D-45002D-45002，部分，部分H2SH2S与空气、氧气在此反应转化为硫蒸汽。

与空气、氧气在此反应转化为硫蒸汽废热锅炉废热锅炉E-45001E-45001直接与燃烧室直接与燃烧室D-45002D-45002相连，废热锅炉将过程气冷却到约相连，废热锅炉将过程气冷却到约230℃230℃并冷凝出部分硫蒸气并冷凝出部分硫蒸气离开废热锅炉后的过程气依次进入一级克劳斯反应器离开废热锅炉后的过程气依次进入一级克劳斯反应器R-45001R-45001（氧化铝催化剂）、（氧化铝催化剂）、一级硫冷凝器一级硫冷凝器E-45002E-45002、预热器、预热器E-45003E-45003、二级克劳斯反应器、二级克劳斯反应器R-45102R-45102（铝基催化（铝基催化剂）、二级硫冷凝器剂）、二级硫冷凝器E-45004E-45004、硫分离器、硫分离器D-45003D-45003中，硫组分被进一步转化成单中，硫组分被进一步转化成单质硫从废热锅炉从废热锅炉E-45001E-45001、一级硫冷凝器、一级硫冷凝器E-45002E-45002、二级硫冷凝器、二级硫冷凝器E-45004E-45004和硫分离器和硫分离器冷凝下来的液硫送入液硫脱气单元中的硫脱气池中进行脱气，脱气后的液硫被冷凝下来的液硫送入液硫脱气单元中的硫脱气池中进行脱气，脱气后的液硫被送到硫磺成型装置。

送到硫磺成型装置来自硫分离器的克劳斯尾气去焚烧在焚烧室来自硫分离器的克劳斯尾气去焚烧在焚烧室D-45006D-45006中，所有的残余的硫组分中，所有的残余的硫组分和尾气中的其它可燃物与燃料气在约和尾气中的其它可燃物与燃料气在约800℃800℃的温度下燃烧，焚烧后的气体送入电的温度下燃烧，焚烧后的气体送入电厂锅炉进行一步处理厂锅炉进行一步处理 242.4　甲醇单元25本单元的主要作用是将来自低温洗装置的本单元的主要作用是将来自低温洗装置的本单元的主要作用是将来自低温洗装置的本单元的主要作用是将来自低温洗装置的净煤气中的氢气、一氧化碳和二氧化碳在净煤气中的氢气、一氧化碳和二氧化碳在净煤气中的氢气、一氧化碳和二氧化碳在净煤气中的氢气、一氧化碳和二氧化碳在高选择性铜基催化剂存在条件下，在高选择性铜基催化剂存在条件下，在高选择性铜基催化剂存在条件下，在高选择性铜基催化剂存在条件下，在8.1Mpa8.1Mpa8.1Mpa8.1Mpa的压力、的压力、的压力、的压力、200200200200－－－－300℃300℃300℃300℃的温度下合成的温度下合成的温度下合成的温度下合成甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇。

甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇CO+2H2→CH3OH +90.8KJ/molCO+2H2→CH3OH +90.8KJ/molCO+2H2→CH3OH +90.8KJ/molCO+2H2→CH3OH +90.8KJ/molCO2+3H2→CH3OH +H2O+49.5KJ/molCO2+3H2→CH3OH +H2O+49.5KJ/molCO2+3H2→CH3OH +H2O+49.5KJ/molCO2+3H2→CH3OH +H2O+49.5KJ/mol 26合成气来自合成气来自低温甲醇洗低温甲醇洗CO2CO2：：2.716%2.716%；；COCO：：28.9528.95；；H2H2：：66.9966.99中中间间换换热热器器水水冷冷甲甲醇醇反反应应器器汽包汽包中压锅炉预热器中压锅炉预热器甲甲醇醇分分离离器器气气冷冷甲甲醇醇反反应应器器中压蒸汽中压蒸汽8.1MPa,8.1MPa,150℃150℃循环气来自甲醇分离器循环气来自甲醇分离器CO2CO2：：3.7%3.7%；；COCO：：3.33.3；；H2H2：：66.985 ,7.15MPa66.985 ,7.15MPa　　　　40℃,737051Nm3/h40℃,737051Nm3/h240℃211℃211℃261℃261℃230℃230℃209℃40℃54℃8.07MPa合成气/循环气压缩机去去PSAPSA11602.5Nm3/h11602.5Nm3/h223t/h223t/h粗甲醇去精馏单元粗甲醇去精馏单元中压蒸汽中压蒸汽（开车）（开车）CH3OHCH3OH：：10.6610.66CH3OHCH3OH：：16.316.3压缩机压缩机额定功率：额定功率：38650KW38650KW额定蒸汽量：额定蒸汽量：212.3t/h212.3t/h27从低温甲醇洗单元来的合成气（温度从低温甲醇洗单元来的合成气（温度30℃30℃，压力，压力3.2Mpa(a)3.2Mpa(a)）与来自）与来自PSAPSA氢回收装氢回收装置的氢气混合后，经合成气压缩机置的氢气混合后，经合成气压缩机C52001C52001压缩到甲醇合成所需的压力压缩到甲醇合成所需的压力8MPa8MPa左右。

左右压缩后的合成气与来自循环气压缩机的循环气混合后依次进入气冷甲醇反应器压缩后的合成气与来自循环气压缩机的循环气混合后依次进入气冷甲醇反应器R R－－5200252002的管程、中间换热器，合成气被加热后送到水冷甲醇反应器的管程、中间换热器，合成气被加热后送到水冷甲醇反应器R R－－52001A/B52001A/B的管程水冷甲醇反应器水冷甲醇反应器R R－－52001A/B52001A/B的管内装填催化剂，合成气中的管内装填催化剂，合成气中H2 H2 与与COCO和和 CO2CO2在其中在其中发生甲醇合成的反应，反应热由管外沸水带走发生甲醇合成的反应，反应热由管外沸水带走 “预合成预合成”气体再经过中间换热器气体再经过中间换热器换热后，进入气冷甲醇反应器换热后，进入气冷甲醇反应器R R－－5200252002的壳程，的壳程，R R－－5200252002壳内装填催化剂，在此气体壳内装填催化剂，在此气体进一步反应生成甲醇进一步反应生成甲醇R R－－5200252002的壳程底部出来的含甲醇的合成气依次经过锅炉给水预热器、空冷器和的壳程底部出来的含甲醇的合成气依次经过锅炉给水预热器、空冷器和水冷却器，最终使气体冷却到大约水冷却器，最终使气体冷却到大约40℃40℃后进入甲醇分离器。

后进入甲醇分离器在甲醇分离器中将未反应的气体和甲醇分离，分离器底部出来的粗甲醇被直接送在甲醇分离器中将未反应的气体和甲醇分离，分离器底部出来的粗甲醇被直接送到甲醇精馏装置或送到粗甲醇中间储罐为了获得较高的总转化率，分离出来的气体到甲醇精馏装置或送到粗甲醇中间储罐为了获得较高的总转化率，分离出来的气体的一大部分通过循环气体压缩机返回到合成反应器，其余一小部分送入的一大部分通过循环气体压缩机返回到合成反应器，其余一小部分送入PSAPSA氢回收装氢回收装置回收其中的有效气体置回收其中的有效气体H2H228塔顶冷却器回流罐再沸器预精馏塔加压精馏塔常压精馏塔再沸器再沸器回流罐回流罐废水高沸点塔顶冷却器100.2t/h去罐区108.1t/h去罐区228.5t/h228.5t/h39℃39℃1.3 t/h出界区15.7 t/h去废水处理29来自合成工段或粗甲醇中间储罐的粗甲醇经过膨胀槽闪蒸出膨胀气后，送入预精馏预精馏塔塔T T－－5300153001在预精馏塔中剩余的溶解气体（如在预精馏塔中剩余的溶解气体（如CO2,CH4等）和低沸副产物（主要是二甲醚和甲基甲酸盐）被脱除除去低沸杂质的甲醇从预精馏塔底部离开，并用稳定甲醇泵打入加压精馏塔加压精馏塔T-T-5300253002。

在加压精精馏塔中将近占总量在加压精精馏塔中将近占总量45％的精甲醇是从加压精馏塔中蒸馏出来的塔顶气体在再沸器/冷凝器中冷凝，甲醇冷凝液被收集到加压精馏塔回流罐部分精甲醇液通过加压精馏塔回流泵打到塔顶作为回流，其它精甲醇通过甲醇再冷器（加压）进一步冷却后被送到精甲醇中间储槽剩余含有高沸副产物的甲醇从加压精馏塔塔底出来送入常压精馏塔常压精馏塔T T－－5300353003常压精馏塔顶出来的精甲醇气体在空冷器中冷凝，并在精甲醇再冷器（常压）中进一步冷却精馏塔顶出来的精甲醇气体在空冷器中冷凝，并在精甲醇再冷器（常压）中进一步冷却冷却后的精甲醇被收集到常压精馏塔回流罐，部分精甲醇用回流泵打回塔顶作为回流，冷却后的精甲醇被收集到常压精馏塔回流罐，部分精甲醇用回流泵打回塔顶作为回流，其它精甲醇被送到精甲醇中间产品贮槽其它精甲醇被送到精甲醇中间产品贮槽常压精馏塔底部的工艺废水，用工业废水泵送到界区外302.5　MTP单元311. 总体介绍甲醇制丙烯甲醇制丙烯(MTP)(MTP)工艺是德国鲁奇公司使用甲醇作为原料生工艺是德国鲁奇公司使用甲醇作为原料生产聚合物级丙烯的专利技术，该工艺同时可副产乙烯，产聚合物级丙烯的专利技术，该工艺同时可副产乙烯，LPGLPG和汽油。

和汽油MTPMTP工艺包含五个工艺步骤：工艺包含五个工艺步骤：uMTPMTP反应部分反应部分uMTPMTP反应器再生部分反应器再生部分u水烃冷却分离部分水烃冷却分离部分u碳氢压缩部分碳氢压缩部分u产品产品/ /副产品精制部分副产品精制部分3232 丙烯丙烯4747. .4 4 万吨万吨/ /年年汽油汽油18.2218.22万万吨吨/ /年年燃料气燃料气内部使用内部使用工艺水工艺水内部使用或用作灌溉内部使用或用作灌溉DMEDME反应器反应器 LPGLPG3.653.65万万吨吨/ /年年废水循环废水循环烯烃循环烯烃循环甲醇甲醇, ,AAAA级级 167167万吨万吨/ /年年 = 5000 = 5000 吨吨/ /天天产品精制产品精制MTP 反应器反应器(2台运行+1台备用.)MTPMTP单元示意图单元示意图3360006000单元工艺方框流程图单元工艺方框流程图34主要产品指标丙烯丙烯 ( (聚合物级聚合物级) ) 纯度纯度(wt.)(wt.) > > 99,60 99,60 % %乙烯乙烯 ( (聚合物级聚合物级) ) 纯度纯度( wt.)( wt.) > 99,60 %> 99,60 %3535主要产品指标LPGLPG 成分成分C2 C2 烃烃 < 0,2 % wt.< 0,2 % wt.C3C3烃烃 10 - 12 % 10 - 12 % wt.wt.C4C4烃烃 75 - 90 % 75 - 90 % wt.wt.C5C5烃烃　　 < 2,0 % wt.< 2,0 % wt.总硫含量总硫含量( (最大最大) ) < 5 ppm wt. < 5 ppm wt.3636主要产品指标汽油汽油性质性质密度密度( ( 1515°C)C) 740 740 - 790 kg/m - 790 kg/m3 3蒸汽压蒸汽压( 37( 37°C)C) 0,45 0,45 - 0,70 bar - 0,70 bar辛烷值辛烷值( (研究法研究法) ) 90 90 - 95 RON - 95 RON成分成分烷烃和环烷烃烷烃和环烷烃 45 45 - 65 % wt. - 65 % wt.烯烃烯烃20 - 25 % wt.20 - 25 % wt.芳香烃芳香烃15 - 30 % wt.15 - 30 % wt.苯苯< 1,0 % wt.< 1,0 % wt.总硫含量总硫含量 < < 5 5 ppm ppm wt.wt.3738392. 工艺流程介绍402.12.12.12.1　　　　反应单元反应单元反应单元反应单元(6010)(6010)(6010)(6010)工艺介绍工艺介绍工艺介绍工艺介绍来自甲醇中间罐区的新鲜甲醇和由甲醇回收塔返回的循来自甲醇中间罐区的新鲜甲醇和由甲醇回收塔返回的循环甲醇经过一系列换热设备，加热到环甲醇经过一系列换热设备，加热到275℃275℃。

混合物料混合物料先在先在DMEDME反应器中于反应器中于275℃275℃，，1.6MPa1.6MPa，在氧化铝基催化剂，在氧化铝基催化剂的作用下反应生产二甲醚之后，生成的二甲醚与循环的作用下反应生产二甲醚之后，生成的二甲醚与循环回的回的C2/C4/C5/C6C2/C4/C5/C6混合进入混合进入MTPMTP反应器反应器(3(3台，台，2 2开开1 1备备) )，，于于480℃480℃，，0.13MPa0.13MPa下，　在沸石基催化剂的作用下进行下，　在沸石基催化剂的作用下进行反应，生成以丙烯为主要产品的各种烃类，送到下一单反应，生成以丙烯为主要产品的各种烃类，送到下一单元－气体冷却和分离单元元－气体冷却和分离单元2CH3OH→CH3OCH3(DME)+H2O +Q 2CH3OH→CH3OCH3(DME)+H2O +Q nCH3OCH3→2CnH2nnCH3OCH3→2CnH2n＋＋nH2O +Q(N=2,3,4nH2O +Q(N=2,3,4….).)4141MTP反应单元反应单元6010去气体冷却和分离单元DMEDME反反应器应器火焰加热器火焰加热器MTPMTP反应器反应器(3(3台）台）DMEDME加加热器热器208吨/小时精甲醇 气包产生饱和中压蒸汽送管网275℃275℃1.6MPa1.6MPa471.9℃471.9℃0.23MPa0.23MPa387.8℃387.8℃1.55MPa1.55MPa480℃480℃0.13MPa0.13MPa190℃190℃0.12MPa0.12MPa 循环循环HCHC208t/h208t/h293.8℃293.8℃内径：内径：11.7m11.7m切线高：切线高：17.54m17.54m估计总高：估计总高：31.673m31.673m壁厚：壁厚：20/22/26mm20/22/26mm主要材质：主要材质：0Cr18Ni10Ti/16MnDR0Cr18Ni10Ti/16MnDR设备净重：设备净重：651651吨吨其中不锈钢重：其中不锈钢重：521521吨吨填料、催化剂：填料、催化剂：524.1524.1吨吨 内径：内径：5m5m，切线高：，切线高：10.8m10.8m，，总高：总高：17.75m17.75m，壁厚：，壁厚：35mm35mm主要材质：主要材质：SA204Gr.BSA204Gr.B，空重：，空重：7979吨吨2.22.22.22.2　　　　再生单元再生单元再生单元再生单元(6020)(6020)(6020)(6020)工艺介绍工艺介绍工艺介绍工艺介绍MTPMTP反应器经过一段时间反应器经过一段时间( (每台反应器运行每台反应器运行500-600500-600小时后需再生小时后需再生) )的运行，在催化的运行，在催化剂的表面会产生一定的结焦，降低了催化剂的表面会产生一定的结焦，降低了催化剂的活性，从而影响丙烯的产率。

此时，剂的活性，从而影响丙烯的产率此时，需用热的再生气（装置空气和氮气）对催需用热的再生气（装置空气和氮气）对催化剂进行再生再生所需时间为化剂进行再生再生所需时间为56-6956-69小时4343再生单元再生单元再生单元再生单元(6020)(6020)(6020)(6020)工艺介绍工艺介绍工艺介绍工艺介绍442.3 2.3 气体冷却和分离气体冷却和分离(6030)(6030)单元工艺介绍单元工艺介绍由由MTPMTP反应器出来的物流经废热回收系统降到反应器出来的物流经废热回收系统降到190℃190℃后，首先进入预激冷塔（后，首先进入预激冷塔（3 3台），用激冷台），用激冷水进行冷却至水进行冷却至55℃55℃之后再送入激冷塔，用激之后再送入激冷塔，用激冷水进行冷却，温度降至冷水进行冷却，温度降至40℃40℃后送至碳氢压缩后送至碳氢压缩单元出激冷塔的激冷水大部分经过热量回收单元出激冷塔的激冷水大部分经过热量回收后循环回激冷塔，小部分送到甲醇回收塔，回后循环回激冷塔，小部分送到甲醇回收塔，回收其中含有的甲醇，回收的甲醇与新鲜甲醇混收其中含有的甲醇，回收的甲醇与新鲜甲醇混合进入合进入DMEDME反应器。

反应器4545预急冷塔3台急冷塔激冷塔预冷器激冷水空冷器急冷水泵来自MTP反应器去甲醇回收塔去气体压缩干燥单元气体分离单元气体分离单元60206020285.4608t/h285.4608t/h190℃190℃0.12MPa0.12MPa319t/h319t/h55℃55℃0.118MPa0.118MPa115t/h115t/h88.5℃88.5℃308.7t/h308.7t/h40℃40℃0.105 0.105 MPaMPa1934.62t/h1934.62t/h50℃50℃0.37MPa0.37MPa483t/h483t/h35℃35℃0.17MPa0.17MPa内径：内径：6m6m估计总高：估计总高：28.85m,28.85m,空重：空重：110110吨吨壁厚：壁厚：16/35/18mm16/35/18mm主要材质：主要材质：SS316LSS316L4646气体冷却和分离气体冷却和分离气体冷却和分离气体冷却和分离(6030)(6030)(6030)(6030)单元工艺流程简图单元工艺流程简图单元工艺流程简图单元工艺流程简图47472.4 HC2.4 HC压缩压缩(6040)(6040)单元单元工艺介绍工艺介绍经激冷塔冷却分离后的经激冷塔冷却分离后的MTPMTP反应器物流温度为反应器物流温度为40℃40℃，压，压力为力为0.105MPa0.105MPa，送入，送入HCHC压缩（压缩（60406040）单元。

通过）单元通过HCHC压压缩机进行四级压缩，压力达缩机进行四级压缩，压力达2.25MPa2.25MPa每级压缩后都设每级压缩后都设一水冷器和一分离器，分离冷凝下来的水份和一部份一水冷器和一分离器，分离冷凝下来的水份和一部份液态烃分离出的水送到激冷塔作为激冷水，分离出液态烃分离出的水送到激冷塔作为激冷水，分离出的烃送到四级压缩分离器，进行气烃和液烃分离，然的烃送到四级压缩分离器，进行气烃和液烃分离，然后气烃送入气烃干燥器，液烃送入液烃干燥器分别进后气烃送入气烃干燥器，液烃送入液烃干燥器分别进行干燥48气体压缩和干燥单元气体压缩和干燥单元60406040压缩机1级吸入罐压缩机1级 分离罐压缩机2级 分离罐压缩机3级 分离罐碳氢压缩机1级碳氢压缩机2级碳氢压缩机3级碳氢压缩机4级压缩机4级 分离罐液烃干燥器液烃干燥器气烃干燥器气烃干燥器气烃去脱丙烷塔气烃去脱丙烷塔液烃去脱丁烷塔液烃去脱丁烷塔激冷后的烃308.7t/h308.7t/h40℃40℃0.105MPa0.105MPa0.24MPa0.24MPa0.48MPa0.48MPa1.03MPa1.03MPa2.29MPa2.29MPaHCHC压缩机压缩机额定功率：额定功率：17889KW17889KW额定蒸汽量：额定蒸汽量：205.6t/h205.6t/h270.2t/h270.2t/h29.9t/h29.9t/h40℃40℃2.2MPa2.2MPa492.52.5　产品精制　产品精制(6050)(6050)单元单元工艺介绍工艺介绍经干燥后的气烃和液烃分别送入脱丙烷塔和脱丁烷塔，在脱丁烷经干燥后的气烃和液烃分别送入脱丙烷塔和脱丁烷塔，在脱丁烷塔中，塔中，C4C4和和C5C5＋进行分离，＋进行分离，C4C4烃与气烃一起送入脱丙烷塔。

烃与气烃一起送入脱丙烷塔C5C5＋＋烃送入脱己烷塔进行烃送入脱己烷塔进行C5C5烃与烃与C6C6＋烃的分离，＋烃的分离，C6C6以上的烃从塔底出以上的烃从塔底出来，经冷却后成为汽油产品来，经冷却后成为汽油产品C5C5以下的烃从塔顶出来，经冷凝后以下的烃从塔顶出来，经冷凝后大部分循环回大部分循环回MTPMTP反应器，少部分送入汽油稳定塔进行分离汽反应器，少部分送入汽油稳定塔进行分离汽油稳定塔塔底产品作为汽油，塔顶蒸汽经冷凝循环回油稳定塔塔底产品作为汽油，塔顶蒸汽经冷凝循环回MTPMTP反应器脱丙烷塔塔顶蒸汽（脱丙烷塔塔顶蒸汽（C3C3－）经冷凝后，送入脱乙烷塔脱乙烷塔－）经冷凝后，送入脱乙烷塔脱乙烷塔塔底物流送入塔底物流送入C3C3分离塔进行分离，分离塔进行分离，C3C3分离塔塔顶蒸汽经冷凝得到分离塔塔顶蒸汽经冷凝得到液态丙烯产品脱丙烷塔底物送入萃取塔，萃取塔塔顶物与液态丙烯产品脱丙烷塔底物送入萃取塔，萃取塔塔顶物与C3C3分分离塔塔底物丙烷作为离塔塔底物丙烷作为LPGLPG产品脱乙烷塔塔顶蒸汽经脱乙烷塔压缩机加压到脱乙烷塔塔顶蒸汽经脱乙烷塔压缩机加压到3.7MPa3.7MPa后，送到脱甲后，送到脱甲烷塔进行分离。

脱甲烷塔塔顶物作为燃料气，塔底物送入烷塔进行分离脱甲烷塔塔顶物作为燃料气，塔底物送入C2C2分离分离塔C2C2分离塔塔顶为乙烯产品，塔底物作为燃料气分离塔塔顶为乙烯产品，塔底物作为燃料气5050去汽油稳定塔去脱乙烷塔萃取水去甲醇回收塔LPG产品去罐区脱丁烷塔脱丁烷塔冷凝器回流槽回流泵再沸器再沸器脱丙烷塔脱丙烷塔冷凝器回流槽回流泵萃取塔萃取塔来自气烃干燥器来自液烃干燥器产品精制单元产品精制单元270.2t/h270.2t/h100℃100℃，，2.3MPa2.3MPa29.9t/h29.9t/h40℃40℃2.2MPa2.2MPa164.8t/h164.8t/h175.7℃175.7℃，，2.3MPa2.3MPa105t/h105t/h71.6℃71.6℃，，2.27MPa2.27MPa73.6t/h73.6t/h30℃30℃，，2.21MPa2.21MPa3t/h3t/h40℃40℃，，2.1MPa2.1MPa96.1t/h96.1t/h30.4℃,2.15MPa30.4℃,2.15MPa内径：内径：4.4/6.35m4.4/6.35m，总高：，总高：52.6m52.6m壁厚：壁厚：38mm,38mm,主要材质：主要材质：16MnR16MnR空重：空重：458458吨吨内径：内径：4.4m,4.4m,总高：总高：89.3m89.3m壁厚：壁厚：38mm38mm材质：材质：16MnR16MnR空重：空重：435435吨吨5151回流槽再沸器脱乙烷塔脱乙烷塔冷凝器回流槽C2分离塔分离塔C3C3分离塔分离塔产品精制单元产品精制单元再沸器再沸器脱丙烷塔顶来气烃91.61t/h-35℃1.92MPa脱乙烷压缩机丙烯产品丙烯产品 C3C3分离塔进料分离塔进料60.8t/h60.8t/h47℃47℃丙烯产品丙烯产品流量：流量：59.3.t/h59.3.t/h温度温度;39.9℃;39.9℃压力：压力：2.2MPa2.2MPa丙烷丙烷1.537.t/h50.6℃2.282MPa乙烯产品流量：2.9t/h温度：-32.4℃压力：2.56MPa乙烷流量：0.5t/h-60.3℃0.35MPa3.7MPa3.7MPa内径：内径：8m8m总高：总高：100.5m100.5m壁厚：壁厚：70/68mm70/68mm主要材质：主要材质：16MnR16MnR空重：空重：15001500吨吨1.9MPa1.9MPa52再沸器脱己烷塔脱己烷塔冷凝器产品精制单元产品精制单元回流槽回流泵汽油稳定塔汽油稳定塔再沸器汽油汽油22.78t/h18.2万吨万吨/年年C5C5、、C6C6循环回循环回MTPMTP反反应器应器流量：流量：142.07吨吨/小时小时温度：温度：160℃压力：压力：1.65MPa循环水从脱丁烷塔来的液烃从脱丁烷塔来的液烃流量：流量：164.8吨吨/小时小时温度：温度：175.7℃压力：压力：2.315MPa脱己烷塔塔顶温脱己烷塔塔顶温度：度：87.3℃87.3℃压力：压力：0.405MPa0.405MPa从脱己烷塔到汽油稳从脱己烷塔到汽油稳定塔的液烃定塔的液烃流量：流量：8.58.5吨吨/ /小时小时温度：温度：73.6℃73.6℃压力：压力：1.98MPa1.98MPa5315.05.03第一个完全第一个完全由甲醇制成的杯子由甲醇制成的杯子 54谢谢！请各位领导指导!55。