项目可行性设计研究报告_E&P.

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1、 .wd.300万吨甲醇制烯烃(MTO)工程可行性研究报告总论、建厂意义、建厂规模、工艺流程、C4综合利用、企业集成系统方案、厂址选择、经济效益分析、社会效益分析、研究结论与建议。常州大学 E&P团队设计“三井化学杯第五届大学生化工设计大赛300万吨MTO工程工程可行性研究报告团队名称：常州大学E&P团队成员：袁陈、陈敏剑、杜明育、丁荣、朱兴松完成时间：2011年08月目录第一章总论11.1 工程概况11.2 设计依据11.3 工程背景11.3.1 MTO的国内外研究21.3.2 MTO的工业展望41.4 研究结论61.4.1 工程产品及生产规模61.4.2 工艺路线简介61.4.3 建设周期

2、71.4.4 工程投资及资金来源71.4.5 工程结论7第二章建设规模72.1规模确定72.1.1 市场需求72.1.2 产品描述82.1.3 原料来源102.1.4 建厂规模122.2产品方案12第三章 MTO技术133.1甲醇制烯烃的 根本原理133.2 催化剂的研究173.2.1 催化剂的开展173.2.2 催化剂的使用203.2.3 催化剂的再生233.3 MTO工艺的优点233.4 甲醇制烯烃工艺条件243.4.1 反响温度243.4.2 反响压力243.5 甲醇制烯烃工艺流程及主要设备253.5.1 MTO工艺流程253.5.2 MTO主要设备30第四章 C4的综合利用304.1

3、C4馏分的利用现状304.1.1 综述304.1.2 工业利用途径314.1.3C4馏分的别离及化工利用334.2 提高C4资源利用价值374.2.1 加氢精制，作乙烯裂解原料374.2.2C4烯烃歧化制丙烯384.2.3C4烃类回炼增产乙烯、丙烯384.2.4 异丁烷氧化法生产环氧丙烷，联产叔丁醇384.2.5MTBE-烷基化油联合装置394.3 本厂C4情况404.3.1 方案设计404.3.2C4裂解增产丙烯404.3.3 烯烃歧化制丙烯41第五章厂址选择425.1 厂区选择 根本原则425.2 厂址选定445.2.1 概况445.2.2 选址优势455.2.3 政府政策475.2.4

4、总结49第六章组织机构与系统集成方案506.1 组织构造506.2 机构职权516.2.1 股东会516.2.2 董事会516.2.3 监事会526.2.4 总经理526.2.5部门设置536.3 管理机制556.3.1 公司管理策略556.3.2 公司鼓励策略556.4 企业文化576.5 生产班制586.6 员工培训586.6.1 工人、技术人员和生产管理人员来源586.6.2 人员培训规划586.7 系统集成方案59第七章经济效益分析617.1 甲醇交易617.1.1 甲醇交易简介617.1.2 中国甲醇交易市场627.1.3 甲醇对本厂建设的意义637.2 乙烯、丙烯交易637.3 经

5、济分析647.3.1 工艺装置及单元装置资产估算647.3.2 本钱费用估算657.3.3 公用工程费667.3.4 资金来源及筹措方式707.3.5 盈利分析717.3.6 不确定性分析76第八章社会效益分析788.1 对能源紧缺的影响788.2 对当地经济开展的影响798.3 对推广科技进步的影响798.4 对当地环境的影响798.4.1 工程对当地环境的影响798.4.2 生产过程对当地环境的影响798.5 对长远开展的影响80第九章可行性研究结论与建议80第一章总论1.1 工程概况本工程是为徐州某化工建设的一套甲醇制烯烃MTO工艺，年处理甲醇300万吨。鉴于我国的自然资源条件，减少烃原

6、料化工对石油资源的过度依赖，是我国经济和社会可持续开展所面临的一项重要任务。因此开展以煤、气资源为源头的烃原料生产技术成为我国科技界的一个热点研究领域。在反响器设计时，我们参考了大连化物所的相关数据及文献，通过讨论和修改最终定稿。工艺中产生大量的废水，经处理后作为冷凝水循环使用， 根本到达了零排放。在C4的利用上，我们设计了C4裂解增产乙烯和C4歧化制丙烯两套方案，各有优缺点。乙烯、丙烯产品市场需求量大，是重要的化工原料，本工程采用目前较为成熟MTO工艺技术，每年将300万吨甲醇转化为乙烯、丙烯，社会效益与经济效益显著。同时，我们将厂址选在徐州，当地政府为此提供的政策支持可为本工程的顺利开工带

7、来诸多便利。1.2设计依据1. 2010“三井化学杯第四届大学生化工设计竞赛指导书；2. 化工工程设计相关准则及规定；3. 化工部规划院编制的化工建设工程可行性研究内容和深度的规定。1.3 工程背景乙烯和丙烯是现代化学工业的根基原料，近年来随着乙烯、丙烯下游产品应用领域的不断扩展，乙烯和丙烯的需求量也在不断增加。现有的低碳烯烃生产技术严重依赖石油资源，其中乙烯大局部来源于石脑油蒸汽裂解，丙烯大局部来自蒸汽裂解制乙烯副产，少局部来自炼油厂流化催化裂化副产， 而以丙烯为目的产物的丙烷脱氢所占比例甚微。但在世界范围内对于石油而言，短期有价格上涨、供给不稳定的问题；长期有资源储藏量有限，石油价格上涨的

8、问题。倘假设能在非石油的乙烯、丙烯制取路线取得工业化进展，可以使国家不仅可以防止石油储量有限带来的“石油危机，而且可以据此有效抑制石油及石油产品价格的快速上涨。因此世界各国开场致力于非石油路线制乙烯和丙烯等低碳烯烃的技术开发，其中以天然气或煤为原料经甲醇制取低碳烯烃的技术逐渐成为研究开发的热点。考虑到我国的能源构造为“多煤，缺油，少气，所以开发以天然气或煤为原料取代以石油为原料制取低碳烯烃工业化应用方案意义尤为重大，这关系到我国的能源安全问题。1.3.1MTO的国内外研究美国Mobil提出一种使用ZSM-5催化剂，在列管式反响器中进展甲醇转化制烯烃的工艺流程，并于1984年进展过9个月的中试试

9、验，试验规模为100桶/d。以碳选择性为根基，乙烯质量收率可达60%，烯烃总质量收率可达80%，大体相当于采用常规石脑油/粗柴油管式炉裂解法收率的2倍，但催化剂的寿命尚不理想。1980年德国BASF 采用沸石催化剂， 在德国路德维希港建设了一套消耗甲醇30 t/ d 的中试装置。其反响温为300450 ，压力为0. 10. 5MPa ，用各种沸石做催化剂，初步试验结果是C2C4 烯烃的质量收率为50 %60 % ，收率低。取得突破性进展的是Norsk Hydro与UOP于1995年6月在挪威合作建设的一套加工粗甲醇能力为0.75 t/ d 的MTO工艺演示装置，装置连续运转了90d ，各系统操

10、作正常、稳定甲醇的转化率接近100，乙烯+丙烯的产率稳定在80%左右，而且乙烯和丙烯的纯度均在99.6 %以上，可直接满足聚合级丙烯和乙烯的要求。在90d运转中催化剂经过450次反响再生循环，其性能仍然非常稳定，反响后通过取样分析，催化剂的强度也满足要求，而且可以改变操作条件可以使m (乙烯)m(丙烯)在0.751.5之间调节。自工业演示装置建设以来，HYDRO公司和UOP公司又合作进展了多项试验工作，包括进料的变化 ，乙烯、丙烯质量比的调整，质量稳定性，工艺放大可靠性等。试验结果说明，工艺流程完善，催化剂性能稳定，初步具备工业放大条件，有良好的工业应用前景。为了降低甲醇原料消耗，在甲醇进料量

11、不变的情况下，增产更多的烯烃。UOP将MTO技术与道达尔的OCP进展组合，OCP 是固定床的C4+催化裂解反响，反响产物主要是丙烯，这样大大提高了乙烯与丙烯的收率。P/E比例可以在更大范围内调整。国内在20世纪80年代，中科院大连化物所已开场对MTO工艺的硅铝磷酸盐分子筛的研究，国内其它科研机构石油大学、中石化石科院也进展了多年的MTO 催化剂的研究，得到了与UOP 接近的结果，尤其中科院大连化物所的开发与研究工作进展迅速，在1993 年完成了以ZSM-5 为催化剂，甲醇处理量为1 t/ d 的固定床MTO工艺中试研究，20 世纪90 年代提出了由合成气制二甲醚进而制取烯烃的SDTO 工艺。S

12、DTO 工艺与MTO工艺差异很小，也采用流化床的反响-再生形式，其催化剂同样可以用于MTO工艺。该工艺首先使合成气在固定床反响器中在金属-沸石双功能催化剂的作用下，一步转化制得二甲醚，然后在流化床反响器中以小孔径硅铝磷分子筛催化剂DO123将二甲醚转化为以乙烯为主的低碳烯烃。综上所述，MTO工艺开辟了由煤炭或天然气生产 根本有机化工原料的新工艺路线，是最有希望取代传统的以石脑油为原料制取烯烃的路线，也是实现煤化工向石油化工延伸开展的有效途径。1.3.2 MTO的工业展望目前道达尔石化在比利时Feluy 建设的10 吨/ 天的MTO 示范装置包括OCP烯烃裂解单元已于2009年建成开车。新加坡的

13、欧洲化学公司正在尼日利亚建设1 万吨甲醇/ 天的MTO 装置包括OCP单元，目前已完成根基设计。采用UOPHydro工艺的20万ta乙烯工业装置已建设成功。目前UOPHydro公司已实现500 kt/ a 乙烯装置的工业设计，并表示可对设计的500 kt/ a 大型乙烯装置做出承诺和保证。此外，Chem Stystems咨询公司还对300 kt/ a MTO 工艺、通用乙烯生产工艺进展了技术经济分析比拟，确立MTO 工艺技术的可行性。2008年1月欧洲化学技术公司、新加坡Eurochem技术公司旗下的Viva公司在尼日利亚的Lekki建设330万ta甲醇装置下游配套建设MTO装置。采用UOPH

14、ydro的MTO技术和UOP烯烃裂解工艺技术(OCP)，组成MTOOCP加工技术方案，方案2012年建成投产。Viva甲醇公司表示，尼日利亚1万t/d甲醇生产装置将是世界上最大的甲醇生产装置，甲醇用作MTO装置进料，MTO装置乙烯和丙烯设计生产能力均为40万吨/年，这是UOP/Hrdro 的MTO 工艺在世界上第一次大规模商业化应用。在国内，2004 年大连化物所、陕西新兴煤化工科技开展有限责任公司和中国石化集团洛阳石化工程公司合作，进展DMTO 成套工业技术开发，建成了世界第一套万吨级甲醇处理量50 t/d甲醇制烯烃工业性试验装置。并在2005年l2月成功投料试车，2006年8月23日通过了

15、国家级鉴定。经国家科技成果鉴定，认定此工程自主创新的工业化技术处于国际领先水平。现场考核组专家认为，该工业化试验装置是具有自主知识产权的创新技术，装置运行稳定、安全可靠，技术指标先进，在日处理甲醇50 t的工业化试验装置上实现了近100甲醇转化率，低碳烯烃(乙烯、丙烯、丁烯)选择性达90以上。通过催化剂工业放大试验和工艺的工业性试验，取得了专用分子筛合成及催化剂制备、工业化DMTO 工艺包设计根基条件、工业化装置开停工和运行控制方案等系列技术成果。2007年，大连化物所同神华集团签订60万吨/年甲醇制取低碳烯烃技术许可合同，这也是世界首套煤制烯烃技术许可合同。它主要以煤为原料，通过煤气化生产甲

16、醇、甲醇转化制烯烃、烯烃聚合工艺路线生产聚乙烯和聚丙烯。总体工程包括180万吨/年煤基甲醇装置、60万吨/年甲醇制烯烃装置、30万吨/年聚乙烯装置、30万吨/年聚丙烯装置、24万标准立方米(氧气)/小时空分装置等。核心技术为中科院大连化学物理研究所具有完全自主知识产权的甲醇制烯烃技术。2009 年1 月，内蒙古包头神华煤化工600 kt/a 煤经甲醇制烯烃工程开工，建设内容包括1800 kt 甲醇装置、600 kt 甲醇制烯烃MTO装置、300 kt 聚乙烯装置、300 kt聚丙烯装置。这是该工程是DMTO 技术首次应用于百万吨级工业化装置，它标志着具有自主知识产权的DMTO 技术在走向大规模

17、产业化的道路上迈出关键一步。2009年12月26日180万吨/年煤基甲醇联合化工装置联合中交。2010年5月30日，煤气化装置第一台气化炉顺利投煤，拉开了联合化工装置投料试车的序幕。工程建设者采取逐台气化炉投料的方式，稳步推进空分装置、煤气化装置、净化装置和甲醇装置的投料试车工作，在7月3日一次成功生产出MTO级甲醇。8月8日，采用中国自主知识产权甲醇制烯烃技术的世界首套甲醇制烯烃工业装置在包头投料试车一次成功，甲醇制烯烃装置进展惰性催化剂流化试验。聚乙烯装置和聚丙烯装置挤压造粒机带料试车已产出合格聚烯烃颗粒。9月实现煤制烯烃工程“打通全流程、投料试车一次成功生产出合格聚烯烃产品的目标。201

18、1年1月1日正式进入商业化运行以来，连续高负荷装置负荷到达95%以上安全稳定运行，各项技术指标均到达或接近设计值，产品质量合格。进入3月份后，甲醇制烯烃装置一直都在接近满负荷状态下运转。此外，据陕西省的有关报道，由正大能源化工集团、陕西煤业化工集团、陕西省投资集团合资进展的年加工300万吨甲醇及烯烃工程落户榆林，工程的前期工作已全面展开。试验装置的成功运转及下一步大型化DMTO工业装置的建设，对我国综合利用能源、拓展低碳烯烃原料的多样化具有重大的经济意义和战略意义。1.4 研究结论1.4.1 工程产品及生产规模本工程是为徐州禄恒能源化工建造的一套甲醇制烯烃MTO工艺系统，年处理甲醇300万吨，

19、并可利用江苏省徐州市便捷的水路交通，利用海外甲醇开展烯烃工程。同时，结合市场需求、开展前景，确定确定乙烯与丙烯的产量之比。1.4.2 工艺路线简介工艺路线如以以下图所示：采用流化床反响器和流化床再生器，反响连续进展，催化剂不断再生，产品出反响器后，经过急冷、水洗、压缩、碱洗、枯燥后，冷却为液态，进入烯烃回收工段，先后经过脱C4+塔，脱甲烷塔，C2C3别离塔，乙烯精馏塔，丙烯精馏塔，最终得到产品聚合级乙烯，聚合级丙烯。1.4.3建设周期从建设进度及建设过程中各个环节时间安排及干扰因素影响，本工程建设周期为3年。1.4.4 工程投资及资金来源本工程总投资额约为1027466万元，其中从银行贷款50

20、0000万元，贷款利率为 5.76%，其余由企业自有资金注入。本工程建设期按一年考虑，建设期贷款利息为2880万元，工程生产期为 10 年，建设投资在建设期内全部投入。1.4.5工程结论经工艺方案论证、产品市场分析、建厂地址选择及经济分析，最后得出本设计方案能耗较低，产品生产工艺流程简单，经济效益好，原料来源便捷，产品销售渠道广阔、绿色环保、市场需求量大，生产过程中“三废排放少，符合原子经济型、绿色化学的开展道路；碳四的综合利用分析全面。总之，本工程是可行的。第二章 建设规模2.1规模确定2.1.1 市场需求2005-2010年，我国的乙烯的产量从755104t/a，上升到1209104t/a

21、，年均增长率为9.87%，其中2008年由于受全球金融危机的影响，较前一年产量略有下降，但产量仍高于2005年和2006年。至于2009-2010年，随着中国经济的复苏，乙烯的产量也随之增长，尤其是2010年，相比前一年增长率高达12.7%，到达了历史新高。而2005-2010年我国的乙烯当量需求量却从1861104t/a上升到了2724104t/a，年均增长速度为7.91%，虽然增速有些不及产量增速，但是由于巨大的需求总量，致使乙烯的年产量远低于乙烯和其下游制品的总需求，年均自给率在40%左右，因此乙烯的产量还存在一个很大的缺口。预计到2015年，我国的乙烯年产量将上升到1343104t/a

22、，相较于2010年，年均增长速度仅为2.12%，而与此相对应的却是乙烯的当量需求量将高达3455104t/a，年均增速为4.86%，可以预想未来几年我国的乙烯缺口将更大。2005-2010年，由于丙烯下游产品的迅猛开展，我国的丙烯产量从796104t/a上升到了1424104t/a，年均增速为12.3%，超过了乙烯年均增长速度。而丙烯的当量消费量更是从1322104t/a上升到1947104t/a，年均增速为8.1%，由于丙烯巨大的需求量，导致丙烯的需求缺口越来越大。预计到2015年，我国的丙烯产量可以到达2204104t/a，较2010年，年均增速为9.1%。而丙烯的需求更是高达257510

23、4t/a，年均增速为5.7%，虽然丙烯的产量在未来几年将得到迅速的开展，但是由于越往后总量值就越大，则必然导致丙烯的缺口总量仍然将维持在一个很大的值。由以上分析可知，我们最好可以根据市场对于乙烯和丙烯的需求而调节乙烯和丙烯的产量，以此来调节市场的平横。而MTO工艺刚好具备这种调节能力。2.1.2产品描述2.1.2.1 乙烯的用途乙烯是合成纤维、合成橡胶、合成塑料的 根本化工原料，也用于制造氯乙烯、苯乙烯、环氧乙烷、醋酸、乙醛、乙醇和炸药等，还可用作水果和蔬菜的催熟剂。其中聚乙烯为其主要产品。聚乙烯用途十分广泛，主要用来制造薄膜、容器、管道、单丝、电线电缆、日用品等，并可作为电视、雷达等的高频绝

24、缘材料。根据分子构造和密度的不同，聚乙烯产品主要可分为低密度聚乙烯，线性低密度聚乙烯和高密度聚乙烯低密度聚乙烯可以采用注塑、挤塑、吹塑等加工方法，用作农膜、工业用包装膜、药品与食品包装薄膜、机械零件、日用品、建筑材料、电线、电缆绝缘、涂层和合成纸等。线性低密度聚乙烯可以通过注塑、挤出、吹塑等成型方法，用于生产薄膜、日用品、管材、电线电缆等高密度聚乙烯采用注塑、吹塑、挤塑、滚塑等成型方法，生产薄膜制品、日用品及工业用的各种大小中空容器、管材、包装用的压延带和结扎带，绳缆、鱼网和编织用纤维、电线电缆等。2.1.2.2 丙烯的用途丙烯是三大合成材料的 根本原料，用量最大的用途是生产聚丙烯，此外还可制

25、丙烯腈、异丙醇、苯酚和丙酮、丁醇和辛醇、丙烯酸及其脂类以及制环氧丙烷和丙二醇、环氧氯丙烷和合成甘油等。工程用聚丙烯纤维以改性聚丙烯为原料可以广泛的使用于地下工程防水，工业民用建筑工程的屋面、墙体、地坪、水池、地下室等，以及道路和桥梁工程中。是砂浆/混凝土工程抗裂，防渗，耐磨，保温的新型理想材料。双向拉伸聚丙烯薄膜主要用于塑料制品中的包装材料。我国双向拉伸聚丙烯BOPP薄膜是PP树脂消费量最大的领域之一。改性聚丙烯PP用于汽车工业具有较强的竞争力，其耐热性可到达145150，并能承受高温7501000h后不老化，不龟裂。因此，改性PP用作汽车配件具有十分广阔的开发前景。最近几年来，汽车工业在我国

26、飞速开展，并保持着良好的增长势头，预计未来几年对于改性聚丙烯PP还有更大的需求聚丙烯还用于家电产品。近几年我国家用电器产业开展迅速，这对改性PP来说，是一个极好的商机。目前，我国一些塑料原料厂商已经开发出洗衣机专用料如PP 1947系列、K7726系列等，受到了洗衣机制造厂商的欢送。聚丙烯还用于管材，塑料管材是我国化学建材推广应用的重点产品之一。早期PP管材主要用作农用输水管，近年来采用进口PP-R料生产的输送冷、热水用的管材已经得到市场认可。2.1.3原料来源甲醇可以从天然气，煤中产生。由于世界煤储藏量远比石油和天然气多得多，因此从煤出发制合成气、甲醇，最后制低碳烯烃的是符合可持续开展需要新

27、举措，而且满足经济规模甲醇制烯烃装置所需的大型煤气化技术、百万吨级甲醇生产技术均成熟可靠。我国的煤炭资源相对丰富，保有储量超过1 万亿吨 ，利用丰富的煤炭替代石油是一条适合我国国情的化工产业持续开展道路，是国家能源安全的一个重大战略课题。近年来我国以煤为主的甲醇生产有着巨大的增长，据市场报道，中国已延后2200万吨的甲醇产能扩张。以天然气为原料制取甲醇在我国也是一条可行的路线，目前我国已经在25个省市自治区及海域发现天然气气田150多个，总储量约38万亿立方米，最终可探明储量912万亿立方米。另外我国还在积极引进周边国家的天然气资源。丰富而且低附加值的天然气资源为MTO提供了坚实的原料根基。而

28、且天然气经由合成气制备甲醇的工艺已经相当成熟，单套生成能力为80-100万吨/年的装置已经实现工业化生产。目前包括丹麦托普索在内的多家国外公司已开发了单套装置生产能力达5000-10000t/d的大型甲醇生产技术，这些即将工业化的技术可大幅度降低甲醇装置投资和生产本钱。UOP曾经对天然气为原料经合成气、甲醇制乙烯的过程和石脑油裂解制乙烯过程进展技术经济分析比拟，以50万吨/年乙烯为基准，他们的结果说明，前一种路线的投资回报率远高于后者。当然，随石油价格的波动，这两种路线的差距大小也会有所波动。2.1.3.1甲醇资源现状1世界甲醇资源世界甲醇生产以天然气为主要原料，生产能力总体增长较快，2005

29、 年至 2008 年间，世界甲醇生产能力年均增长率达 14.5%，而同期甲醇需求年均增长率为 6.5%。到 2008 年，全球甲醇生产能力已达 6859万吨/年，而当年实际生产量为4126万吨，装置平均开工率为 60.7%，全球甲醇供给已呈过剩状态。从世界范围看，甲醇产能主要分布在亚洲、中东和中南美地区等天然气和煤炭资源较为丰富的地区，2008年这 3个地区的产能已占到全球总产能的82%，其中亚洲占 45%、中东占 19%、中南美地区占 18%。而甲醇消费主要集中在亚洲、西欧和北美地区， 这些地区的消费量占全球总消费量的 80%以上。从甲醇的全球贸易来看，2008年的贸易量约为2440万吨，占

30、当年总产量的 59%，其贸易量较 2005年增长约 300万吨。 全球甲醇的贸易流向大致是从中南美、中东及非洲流向亚洲、北美和西欧地区。2国内甲醇资源我国甲醇生产以煤炭为主要原料，但产能缺乏以满足国内的需求。从 2003 年至 2009 年我国甲醇的进口情况的列表中可以看出，在 2008年前甲醇进口量总体保持在非常稳定的状态，年进口量在 140万吨上下浮动。而自 2008年全球性的金融危机爆发以来， 由于其他地区甲醇需求萎缩， 大量过剩的甲醇开场涌入我国，2009 年我国甲醇的进口量创历史记录，到达 529万吨。2009 年 6 月我国商务部发布对原产于沙特、马来西亚、印尼和新西兰的甲醇实施“

31、反倾销立案调查，国内甲醇进口量出现缩量整理的趋势，但预计2010全年甲醇进口量仍将保持在高位。表2.1近年来甲醇进口量年份2003200420052006200720082009进口量140136136113841435293未来甲醇资源的预测目前，我国和中东地区的沙特、卡塔尔、阿曼及伊朗等国仍有大量的甲醇装置正在建设，将在今后几年内陆续投产， 预计到 2013年全球甲醇产能将到达 11200万万吨。可以预期，未来全球甲醇的过剩状态将更加严重。2.1.4 建厂规模鉴于我国的自然资源条件，减少烃原料化工对石油资源的过度依赖，是我国经济和社会可持续开展所面临的一项重要任务。因此开展以煤、气资源为源

32、头的烃原料生产技术成为我国科技界的一个热点研究领域。烯烃市场需求很大，但国内生产不能满足内需，本厂利用MTO技术实现300wt甲醇制100wt烯烃工程。2.2产品方案本厂生产乙烯、丙烯。产品执行国标GB/T 3727 -1983 优等品标准生产。表2.2乙烯、丙烯标准序号指标名称指标试验方法优等品一等品1丙烯的体积分数/%99.699.2GB/T 33922烷烃的体积分数/%余量余量GB/T 33923乙烯的含量/(ml/m3)50100GE /1 33924乙炔的含量/ml/m3) 25GB/T 33955甲基乙炔、丙二烯的含量( L/ m3)520GB/T 33926氧的含量/(L/m3)

33、510GB/T 33967一氧化碳的含量/( mL/m3)25GB/T 33948二氧化碳的含量/( mL/m3) 510GB/T 33949丁烯和丁二烯的含量/(mL/m3)520GB/T 339210硫的含量/(mg/kg)15GB/T 111411水的含量/(mg/kg) 1010附录A12甲醇的含量八mg/kg) 10GB/T 127011)该指标也可以由供需双方协调确定。2)本标准修订时，GB/T 3727 -1983正在修订中，待该国家标准新版本实施之日起本标准的附录A 即停顿执行本厂的产品主要是乙烯、丙烯，比例为1:1，具体见下表表 2.3本厂产品方案产品名称本厂规格国家规定产量

34、万吨/年单价元/吨乙烯99.95%优等品507390丙烯99.95%优等品5011250第三章 MTO技术3.1甲醇制烯烃的 根本原理在一定条件温度、压强和催化剂下，甲醇蒸汽先脱水生成二甲醚，然后二甲醚与原料甲醇的平衡混合物气体脱水继续转化为以乙烯、丙烯为主的低碳烯烃；少量 C2 C5的低碳烯烃由于环化、脱氢、氢转移、缩合、烷基化等反响进一步生成分子量不同的饱和烃、芳烃、C6烯烃及焦炭。(1)反响方程式整个反响过程可分为两个阶段：脱水阶段、裂解反响阶段l 脱水阶段2CH3OHCH3OCH3H2O Ql 裂解反响阶段该反响过程主要是脱水反响产物二甲醚和少量未转化的原料甲醇进展的催化裂解反响，包括

35、：主反响生成烯烃nCH3OH CnH2nnH2OQnCH3OCH3 2CnH2nnH2O Qn 2 和3主要，4 、5 和6次要以上各种烯烃产物均为气态。副反响生成烷烃、芳烃、碳氧化物并结焦n1CH3OH CnH2n2Cn1H2O Q2n1CH3OH 2CnH2n2CO2nH2O Q3 n1CH3OH 3CnH2n2CO2(3n1)H2OQ n 1 ，2 ，3 ，4 ，5n CH3OCH3 CnH2n-63 H2n H2O Qn 6 ，7 ， 8以上产物有气态CO 、H2、H2O 、CO2、CH4等烷烃、芳烃等和固态大分子量烃和焦炭之分。(2) 反响机理有关反响机理研究已有专著论述， 其中代表

36、性的理论如下:l 氧合内合盐机理该机理认为， 甲醇脱水后得到的二甲醚与固体酸外表的质子酸作用形成二甲基氧合离子， 之后又与另一个二甲醚反响生成三甲基氧合内氧盐。接着， 脱质子形成与催化剂外表相聚合的二甲基氧合内合盐物种。该物种或者经分子内的Stevens重排形成甲乙醚， 或者是分子间甲基化形成乙基二甲基氧合离子。两者都通过B2消除反响生成乙烯， 详见以以下图图3.1合内合盐机理示意图l 碳烯离子机理在沸石催化剂酸、碱中心的协同作用下， 甲醇经A2消除反响水得到碳烯(CH2)，然后通过碳烯聚合反响或者是碳烯插入甲醇或二甲醚分子中即可形成烯烃。l 串连型机理该机理可用下式表示:2C1C2H4+ H

37、2OC2H4+ C1C3H6C3H6+ C1C4H8式中C1 来自甲醇， 并通过多步加成生成各种烯烃。l 平行型机理该机理是以SAPO-34 为催化剂， 以甲醇进料的C13标记和来自乙醇的乙烯C12标记跟踪而提出的，其机理见以以下图。图3.2 平行型机理示意图l 其它反响机理除上述机理外， 也有的认为反响为自由基机理，而二甲醚可能是一种甲基自由基源。(3) 反响热效应由反响方程式和热效应数据可看出，所有主、副反响均为放热反响。由于大量放热使反响器温度剧升，导致甲醇结焦加剧，并有可能引起甲醇的分解反响发生，故及时取热并综合利用反响热显得十分必要。此外，生成有机物分子的碳数越高，产物水就越多，相应

38、反响放出的热量也就越大。因此，必须严格控制反响温度，以限制裂解反响向纵深开展。然而，反响温度不能过低，否则主要生成二甲醚。所以，当到达生成低碳烯烃反响温度催化剂活性温度后，应该严格控制反响温度的失控。(4) MTO反响的化学平衡l 所有主、副反响均有水蒸汽生成根据化学热力学平衡移动原理，由于上述反响均有水蒸汽生成，特别是考虑到副反响生成水蒸汽对副反响的抑制作用，因而在反响物即原料甲醇中参加适量的水或在反响器中引入适量的水蒸汽，均可使化学平衡向左移动。所以，在本工艺过程中加引入水汽不但可以抑制裂解副反响，提上下碳烯烃的选择性，减少催化剂的结炭，而且可以将反响热带出系统以保持催化剂床层温度的稳定。

39、l 所有主、副反响均为分子数增加的反响从化学热力学平衡角度来考虑，对两个主反响而言，低压操作对反响有利。所以，该工艺采取低压操作，目的是使化学平衡向右移动，进而提高原料甲醇的单程转化率和低碳烯烃的质量收率。(5) MTO反响动力学动力学研究证明，MTO反响中所有主、副反响均为快速反响，因而，甲醇、二甲醚生成低碳烯烃的化学反响速率不是反响的控制步骤，而关键操作参数的控制则是应该极为关注的问题。从化学动力学角度考虑，原料甲醇蒸汽与催化剂的接触时间尽可能越短越好，这对防止深度裂解和结焦极为有利；另外，在反响器内催化剂应该有一个适宜的停留时间，否则其活性和选择性难以保证。3.2 催化剂的研究3.2.1

40、 催化剂的开展早期甲醇转化制烯烃的研究主要以ZSM-5等中孔分子筛作为催化剂。由于这些分子筛的孔径相对较大，得到的主要产物为丙烯及C4+烃类，同时芳烃的含量较高。以此为根基开展了以Lurgi公司为主的甲醇制丙烯的MTP工艺。20世纪80年代初，UCC分子筛分部发现一种新型硅铝酸盐(SAPO)材料为根基的新分子筛。这类分子筛的孔径比ZSM-5分子筛更小( 0.4 nm 左右)，用于甲醇转化制烯烃，产物中乙烯、丙烯等低碳烯烃的含量显著增加， C5+组分的含量显著减少，且几乎没有芳烃生成。其中一种命名为SAPO-34的分子筛，作为甲醇转化为乙烯和丙烯的催化剂。SAP0-34分子筛属于立方晶系，构造类

41、似于菱沸石，具有三维穿插孔道，孔径为0.43 nm。SAP0-34强择形的八元环通道可抑制芳烃的生成。另外，其孔径比ZSM-5小，孔道密度大，可利用的比外表积多，MTO反响速率较快。SAP0-34有较好的吸附性能，SAPO-34的热稳定性和水热稳定性高，其骨架的崩塌温度在1 000；在20的水蒸汽环境中，600下处理仍可保持晶体构造。1988年UCC归属UOP之后，鉴于SAPO-34催化剂在流化床反响中磨损得厉害，UOP公司开发出了在SAPO-34根基上改性的具有高抗磨性能的MTO-100催化剂。1992年，UOP和Hydro公司开发了基于MTO-100的流化床MTO工艺。MTO-100催化剂

42、不仅耐磨损性相似于或超过其他流化床催化剂，而且可以在小型流化床装置上完成反响，再生450次以上仍然能够维持甲醇转化的高活性和乙烯、丙烯的高选择性。MTO-100催化甲醇反响时，乙烯选择性比ZSM-5提高3倍。在操作压力(0.10.5)MPa和反响温度(350550)条件下，MTO-100催化剂对甲醇的转化率为99.8，烯烃选择性大于90，乙烯和丙烯质量比可在0.751.5调节，乙烷、丙烷、二烯烃和炔烃生成的数量少。模板剂是分子筛合成的重要物质，也是影响分子筛的性质和制备本钱的主要因素。通常采用有机碱类，尤其是季铵碱类，如四丙基氢氧化铵、四乙基氢氧化铵分别是合成ZSM-5和SAPO-34分子筛最

43、优选的模板剂，但由于有机碱类的价格较高，因此长期以来改用廉价的模板剂或少用模板剂是分子筛合成方面的研究重点。Dahl等创造了一种从固体多孔含磷铝的物质出发制备SAPO系列分子筛的方法。将含硅的活性前体、水和模板剂配制成溶液，填充于上述多孔含磷铝物质的孔中，然后在水热条件下进展结晶，得到SAPO 系列分子筛。该方法的特点为:模板剂的用量较少并可以使用较廉价的胺代替传统的四乙基氢氧化铵;水的用量少，因此反响器体积小，合成效率高，产物可以通过过滤的方法回收和洗涤;液体在多孔物质的孔中，接触面积大、充分，结晶快且不用搅拌。因此得到的分子筛的粒径小，一般在0.21.0m(传统方法制备的分子筛的粒径为0.

44、53.0m );硅铝比在大范围内可调，可同时得到SA PO-18SAPO-34分子筛的混合物。如将2.0g硅源加到8.0gAlPO (磷铝非沸石分子筛)多孔物质中，然后参加14 g质量分数为35%的四乙基氢氧化铵和5g水，充分混合后参加0.35gHCl溶液，在210时放置72h结晶，得到纯洁的SAPO-34分子筛。Guth等用吗啉和HF作模板剂成功合成了SAPO-34分子筛。CaO等避开高毒性的HF，用可以在系统中释放出F-的化合物(如NH4PF6和NaPF6 等)作为辅助模板剂也成功地合成了硅含量低的SAPO 系列分子筛。分子筛的粒径是合成分子筛催化剂的一个重要因素，一般小粒径的分子筛由于孔

45、道短，内扩散的行程短，有利于提高分子筛催化剂的表观活性和乙烯、丙烯的选择性。Machteld等报道了一种专门制备小粒径SAPO分子筛的方法。采用传统水热法合成分子筛:先将硅源溶于有机碱形成溶液，然后再与其他物料混合。如将硅溶胶(质量分数为40%的水溶液)先与四乙基氢氧化铵(质量分数为35%的水溶液)混合，加热到100 保持12 h形成溶液，然后再参加铝源、磷酸、二丙胺(DPA)等，在175晶化96h，得到的SA PO 分子筛50%粒子的粒径小于700 nm，只有10%粒子的粒径大于1.2m。当不使用DPA时，同样的条件下得到的SAPO分子筛50%粒子的粒径小于50 nm，只有10%粒子的粒径大

46、于100 nm。这一结果是近年来在小粒径分子筛合成方面取得的最好结果。研究甲醇转化制烯烃的新型更有效的分子筛催化剂一直是本领域的一个探索方向。在这方面，CaO等合成了具有AEI构造的硅铝分子筛、具有CHA 构造的硅铝分子筛、同时含有AEI和CHA构造的分子筛，并将其用于甲醇转化制低碳烯烃的催化剂，均取得了一定的结果。如以一种具有AEI构造、硅与铝摩尔比为532的分子筛为催化剂，当温度为540、氮气为稀释气、进料甲醇的质量分数为85%、空速100 h - 1时，乙烯、丙烯的选择性分别为26.5%和48.6%。以一种具有CHA 构造、硅与铝摩尔比为350 的分子筛为催化剂(反响条件同上) ，乙烯和

47、丙烯的选择性分别到达39.5%和34.6%。这些反响结果已经 根本到达了SAPO-34分子筛催化剂的催化水平，而且这些分子筛是纯硅铝分子筛，抑制了SAPO 分子筛的一些缺点。最近Exxon公司发表的专利是在SAPO-34分子中引入碱土金属，使催化剂性能得到进一步改善。引入Sr后，乙烯和丙烯总收率高达895，乙烯与丙烯比则高达23。国内对MTO 工艺的催化剂研究开发也已进展多年，其中，中国科学院大连化学物理研究所研究的DO123 催化剂取得突破性的进展，其各项性能指标与UOP 公司的催化剂接近，为我国今后此领域催化剂的国产化奠定了一定的根基。经过20世纪80年代和90年代的大规模研究，催化剂体系

48、已 根本定型，SAPO分子筛催化剂对乙烯、丙烯的选择性也已经到达80以上，甚至到达90以上，再开展的空间已经不大。目前MTO反响性性能最好的催化剂是MTO-100。但是工业催化剂寿命一般为12年，最高为3年。MTO-100催化剂是UOP专有，不仅专利使用费高，而且由于催化剂可能采用四乙基氢氧化铵为导向剂，催化本钱过高。3.2.2 催化剂的使用经过20世纪80年代和90年代的大规模研究，催化剂体系已 根本定型， SAPO分子筛催化剂对乙烯、丙烯的选择性也已经到达80%以上，甚至到达90%以上，再开展的空间已经不大。因此如何更有效地使用分子筛催化剂是近期的一个研究热点。Janssen等报道，暴露于

49、空气中的SAPO分子筛催化剂的催化活性会逐渐降低(甚至仅几个小时) ，且超过一定时间后，这种催化活性的下降将不可逆。但催化剂的制备和贮运过程都需要一定的时间，因此生产出的催化剂需要进展有效地保护。研究发现，把制备好的催化剂浸泡在无水低碳醇(如甲醇)中会有效地防止催化剂活性的降低，使催化剂的活性保持稳定。但低碳醇中水的质量分数必须小于0.02%。进一步研究发现，用一定含量水的低碳醇也能起到相似的结果，而不必使用无水乙醇。采用不同水含量的甲醇对催化剂进展浸泡保护实验，实验结果说明，当甲醇中水的质量分数为25%左右时，可以有效地保护催化剂。在一定范围内，水含量太高或太低都不利于催化剂活性的稳定。Ma

50、rtens等采取用一定的物质覆盖催化剂活性中心的方法保存催化剂。这些方法包括：将分子筛合成过程中使用的模板剂留在分子筛的孔中不脱除；将模板剂局部炭化形成一层炭膜留在分子筛的孔中；将完全脱除模板剂的分子筛保存在枯燥的气氛中(如无水的气体或液体中) 。这些方法都可以很好地保持催化剂活性的稳定。将完全脱除模板剂的SAPO-34分子筛进展如下处理：试样1#在20、相对湿度为80%的空气中保存3d；试样2#在20、相对湿度为20%的空气中保存4d；试样3#不经过任何处理。实验结果说明，在温度450、甲醇质量空速25h-1的条件下反响5min，甲醇的转化率分别为：试样1#27%，试样2# 0，试样3#10

51、0%而不脱除模板剂、湿滤饼形式和仅脱除一定水分的干滤饼形式保存的分子筛催化剂，自然环境下保存132d，催化活性无显著变化。另外，ExxonMobil公司在20002003年公开了一系列在贮运过程中保护催化剂的方法。SAPO-34分子筛催化剂催化甲醇转化制烯烃时，一般新鲜催化剂或再生后的催化剂与反响物料接触后表现出一个诱导期，约为1 h左右。在诱导期内，催化剂的催化活性较高，甲醇的转化率很高，乙烯和丙烯的选择性逐渐增加，乙烷和丙烷等烷烃的选择性逐渐减小，同时催化剂的结焦量不断增加。诱导期过后，催化剂在一定时间内保持高的催化活性(高选择性和高活性区域)，随时间的延长，催化剂的活性迅速下降。具有一定

52、焦含量(或烃类物质含量)的分子筛催化剂表现出对乙烯和丙烯的选择性高。因此充分利用分子筛催化剂的这一特点，对分子筛催化剂进展预处理，使其在孔中先生成一定的结焦或烃类物质，然后再催化甲醇转化，是提高乙烯和丙烯选择性的一个有效方法。Xu等用低碳醛对新鲜或再生的SAPO-34分子筛催化剂进展预处理，实验结果说明，新鲜的SA PO - 34分子筛催化剂用醛处理后，乙烯和丙烯的选择性显著增加，乙烯和丙烯的选择性最高可达84%左右。同时实验结果还说明，在一样条件下对SAPO-34分子筛催化剂进展预处理，醛预处理的效果优于丁烯预处理的效果。Xu等用C2C7烯烃对SAPO-34分子筛催化剂进展预处理，也得到了较

53、好的结果。Xu等直接用二甲醚对SAPO-34分子筛催化剂进展预处理；Vallghn等用MTO工艺中别离出的C4+组分对新鲜或再生的SAPO-34分子筛催化剂进展预处理; Brown等在用ZSM-5分子筛催化剂进展甲醇转化制烯烃时，直接用甲苯、二甲苯等分子直径小于催化剂孔径的、能够进展烷基化的芳烃作为共进料; 徐腾等预先将至少一个单环芳烃植入SAPO-34分子筛的孔道中。上述这些方法都起到了类似的效果，在一定程度上提高了乙烯和丙烯的选择性。Chisholm等则采用控制SA PO-34分子筛催化剂再生速率和再生比例的方法，控制催化剂的平均结焦量，使催化剂在使用过程中始终保持一定的平均含焦量(如每个

54、酸性位含有47个碳原子)，也取得了较好的结果。关于对SAPO-34分子筛催化剂预处理的效果，另一种理论认为甲醇在分子筛上首先脱水形成碳氢物质，然后合环形成芳烃。甲醇与这种先形成的芳烃进展烷基化反响，形成甲苯和二甲苯等，并进一步形成乙基苯等较长链烷基苯，最后侧链断裂形成乙烯和丙烯等。催化剂的诱导期就是在催化剂的孔中逐渐形成芳烃的过程，因此以上预处理过程(烯烃和醛等含氧物质、直接引入芳烃、保持一定的结焦量)实际上都是在催化剂的孔道中预先形成一定的芳烃或保存一定芳烃，催化剂的状态相当于已经过了诱导期，所以乙烯和丙烯的选择性得到了提高。3.2.3 催化剂的再生不管是ZSM-5还是SAPO系列分子筛催化

55、剂，在使用一定时间后催化剂由于结焦而失活，需要进展烧焦再生，使焦性物质生成CO或CO2，这方面的技术已经比拟成熟。Herm ann公开了一种ZSM-5分子筛催化剂再生的方法，防止了使用蒸汽除焦而造成分子筛骨架脱铝，可以使催化剂尽可能地恢复原样。在再生过程中:先用460500的氮气吹扫失活催化剂外表剩余的可挥发性烃类物质， 然后在氮气流动下降温到420460，再通入用氮气稀释的空气，防止剧烈反响造成温度过高，然后逐渐升温到460500 并维持一定时间，完成烧焦，并在氮气吹扫下降至反响温度。3.3MTO工艺的优点l 装置操作简便和灵活；l 采用流化床和催化剂再生器设计，不断参加新鲜催化剂，使反响器

56、内的催化剂性能保持 根本稳定，从而带来了生产操作和生产质量的稳定，这是非常有利的；l 催化剂具有突出的择形性能；l 可以在较宽的范围内灵活调节乙烯和丙烯的质量比0.751.5) 市场抗风险能力强；l 乙烯和丙烯的产率比拟稳定(80%左右)；l 工艺原料可以是粗甲醇或者AA级甲醇；l 产品主要是烯烃类，不设置乙烯、丙烯别离器的情况下可得到97 %纯度的轻烯烃，设置乙烯、丙烯别离设备可得到聚合级轻烯烃；l “三废排放量较小。3.4甲醇制烯烃工艺条件3.4.1反响温度反响温度对反响中低碳烯烃的选择性、甲醇的转化率和积炭生成速率有着最显著的影响。较高的反响温度有利于产物中乙烯 /丙烯值的提高。但在反响

57、温度高于 723 K时 ，催化剂的积炭速率加速 ，同时产物中的烷烃含量开场变得显著 ，最正确的MTO反响温度在400左右。这可能是由于在高温下 ，烯烃生成反响比积炭生成反响更快的原因。此外，从机理角度出发 ，在较低的温度下(T523K)，主要发生甲醇脱水至DME的反响;而在过高的温度下(T723K)，氢转移等副反响开场变得显著。综上所述，本设计反响温度为450，3.4.2反响压力改变反响压力可以改变反响途径中烯烃生成和芳构化反响速率。对于这种串联反响，降低压力有助于降低反响的耦联度，而升高压力则有利于芳烃和积炭的生成。因此通常选择常压作为反响的最正确条件。本设计反响压力为0.127MPa。3.

58、5 甲醇制烯烃工艺流程及主要设备3.5.1MTO工艺流程本设计采用MTO技术，规模为300万吨/年的甲醇制烯烃工程，详细MTO工艺流程如下。1主要操作条件 在高选择性催化剂上，MTO发生两个主反响： 2CH3OH C2H4+2H2O 3CH3OH C3H6+3H2O 反响温度：450反响压力：0.127MPa 再生温度：700再生压力：0.12MPa 催化剂： SAPO-34反响器类型：流化床反响器 2工艺概述 MTO 工艺由甲醇转化烯烃单元和轻烯烃回收单元组成，在甲醇转化单元中通过流化床反响器将甲醇转化为烯烃，再进入烯烃回收单元中将轻烯烃回收，得到主产品乙烯、丙烯，副产品为丁烯、C5以上组分

59、和燃料气。MTO工艺是将甲醇转化为轻烯烃(主要是乙烯和丙烯)的气相流化床催化工艺。MTO单元由进料汽化和产品急冷区，反响/再生区，生产辅助区几局部组成。 3转化工艺流程说明进料汽化和产品急冷区 进料汽化和产品急冷区由甲醇进料缓冲罐，进料换热器，进料燃烧炉，洗涤水汽提塔，急冷塔，碱洗塔和产品/水汽提塔组成。 来自于甲醇储罐的甲醇经过与水换热，进入燃烧炉初步气化，气化后进入第二级换热器，然后进入第二级燃烧炉，将温度提到400度，最后用泵送入 MTO 反响器。反响器出口物料送入急冷塔。 一级急冷塔用水直接冷却反响后物料，同时也除去反响产物中的杂质。水是 MTO 反响的产物之一，甲醇进料中的大局部氧转

60、化为水，由急冷塔底抽出的废水再回流至急冷塔进展回用。急冷塔顶的气相送入二级急冷塔，进展二次急冷和水洗，急冷塔底抽出的废水也进入污水水待处理装置。两级急冷过程中被换出的热量对原料进展预热，循环的冷凝水通过一个蓄水池进展循环使用，大大减少了对水的需求量，可以说这一局部可以到达零排放。这是本设计的一处亮点。同时，当循环水中甲醇浓度到达一定含量时，进入甲醇别离塔，回收甲醇，净化循环水。产品别离器顶部的烯烃产品送入烯烃回收单元，进展压缩，精馏和净化。流化催化反响和再生区 MTO的反响器是快速流化床型的催化裂化设计。反响实际在反响器下部发生，此局部由进料分布器，催化剂流化床和出口提升器组成。反响器的上部主

61、要是气相与催化剂的别离区。在反响器提升器出口的初级预别离之后，进入多级旋风别离器。反响温度通过中间取热器将热量带走。MTO 过程中会在催化剂上形成积碳。因此，催化剂需连续再生以保持理想的活性。待生催化剂通过待生催化剂立管和提升器送到再生器。MTO 的再生器是流化床，由分布器再生器空气、催化剂流化床和多级旋风别离器组成。催化剂的再生是放热的。焦碳燃烧产生的热量取热器中产生的蒸汽回收。除焦后的催化剂通过再生催化剂立管回到反响器。 再生空气和废气区 再生空气区由主风机、直接燃烧空气加热器和提升风机组成。主风机提供的助燃空气经直接燃烧空气加热器后进入再生器。直接燃烧空气加热器只在开工时使用，以将再生器

62、的温度提高到正常操作温度。提升风机为再生催化剂冷却器提供松动空气，还为待生催化剂从反响器转移到再生器提供提升空气。提升空气需要助燃空气所需的较高压力。通常认为用主风机提供松动风和提升空气的设计是不经济的。然而，如果充足的工艺空气可以被利用来满足松动风和提升风的需要，可以不用提升风机。 废气区由烟气冷却器，烟气过滤器和烟囱组成。来自再生器的烟气在烟气冷却器发生高压蒸汽，回收热量。出冷却器的烟气进入烟气过滤器，出过滤器的烟气由烟囱排空。4轻烯烃回收工艺流程说明进入轻烯烃回收LORP单元的原料是来自MTO单元的气相。LORP元的目的是压缩，冷凝，别离和净化有价值的轻烯烃产品通常指乙烯和丙烯。LORP单元由以下几局部组成：压缩，二甲醚回收，碱洗，去氧化物，枯燥，炔烃转换，精馏。 压缩区 压缩区由 MTO 产品压缩机，级间吸入罐和级间冷却器组成。在接近周围环境温度、压力下，MTO 的气体物流送入 LORP单元的压缩局部。为了回收烯烃产品，首先将操作压力提高到能浓缩和通过精馏来别离的压力等级水平是非常必要的。 MTO 产品压缩机是多级离心压缩机。压缩机的级间流在级间冷却器和级间吸入罐中冷却和闪蒸。由水和溶解的轻烃组成的级间冷凝物计量后通过级间罐回到上一级吸入罐。 二甲醚回收区来自于最后一级