煤化工项目鲁奇三合一装置工艺概况.ppt

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1、1 大唐煤化工项目 鲁奇三合一装置工艺概况 2 一、三合一装置简介 3 Lurgi技术 气体净化 甲醇合成 MTP 专利 Rectisol OxyClaus LTGT Mega Methanol MTP 产量 合成气： 18417t/d CO2气： 6778t/d 液态硫： 116.5t/d 精甲醇： 5000.3t/d 丙烯： 1423.9t/d 乙烯： 69.6t/d LPG： 109.1t/d 汽油： 546.7t/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 Propyle

2、ne） 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 4 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 装置名称 系列数 主要功能 一氧化碳变换 工序 3 将粗合成气中的部分 CO转化为氢气 4000 酸性气体脱除 工序 1 脱除变换气中酸性气体，制得合格的甲 醇合成原料气 4500 硫回收装置 1 处理含硫废气，回收硫磺，保护环境 5000 甲醇装置 1 生产甲醇，为丙烯装置提供原料 6000 丙烯生产装置 MTP 1

3、用甲醇合成丙烯，同时通过精制，得到 丙烯、乙烯，为聚丙烯装置提供原料， 同时得到汽油、 LPG等产品。 5 三合一装置所涉及的 化学 反应 原理 水煤气变换 CO+H 2 O CO 2 +H 2 + 2 .33 KJ / m o l 甲醇合成 CO + 2 H 2 CH 3 OH + 9 0 .8KJ / m o l CO 2 + 3 H 2 CH 3 O H + H 2 O+4 9 .5KJ / m o l 甲醇脱水 2 CH 3 OH CH 3 OCH 3 +H 2 O + 1 .33 KJ / m o l M T P 反应 n CH 3 OH (C H 2 )n + nH 2 O +Q

4、n CH 3 OCH 3 2 C n H 2n n H 2 O +Q ( N=2,3 ,4 .) 硫回收 反应： H 2 S 1/2O 2 =S+H 2 O (1) H 2 S+3/2O 2 =SO 2 +H 2 O ( 2 ) 2H 2 S+SO 2 =3S+2H 2 O ( 3 ) 6 三合一 装置 工艺 方框 流程 图 ： 硫磺产品 CO 2 H 2 S C3 - ( 乙烯、丙稀 ) 甲醇 / 二甲醚 H 2 C4 +(LP G 、汽油 ) 原料气 CO 变 换 低温甲醇洗 压缩 甲醇 合成 产品精馏 压缩 气体分离 M T P 反应 器 三塔精馏 硫回收 7 本界区原料、产品方案 粗煤

5、气： 640万吨 /年 甲醇： 168万吨 /年 丙烯： 47万吨 /年 硫磺： 3.8万吨 /年 乙烯： 2.3万吨 /年 LPG： 3.64万吨 /年 汽油： 18.2万吨 /年 二氧化碳： 200万吨 /年 8 2、各装置工艺流程简介 9 2.1 CO变换单元 10 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 过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所 需的大量氢气。 主要反应方程式： CO+H2OCO2+H2+2.33 KJ/mol 130.6, 275t/h 来自气化 中压蒸汽 分 离 器 过 滤 器 第 一 变 换 炉 第 二 变 换 炉 分 离 器 一氧化碳变

6、换工艺流程简图 粗煤气来自煤气化装置 247244.48Nm3/h 170 ， 3.8MPa（ a） H2： 17.2%； CO： 46.4%； CO2： 12%； H2O： 23.1% 冷凝液去 气化 来自电厂脱盐水 25 ,275t/h 粗合成预热器 220 266 5.1MPa 600t/h 260 H2： 30.6%； CO： 9.1%； CO:27.3%； H2O： 32.2% 272 450 330 H2： 38.8%； CO： 5.9%； CO:35.1%； H2O： 19.3.2% 40 变换气去低温甲醇洗装置 257600Nm3/h 40 ， 3.4MPa（ a） H2： 4

7、2.5%； CO： 18.5%； CO2： 37.5%； H2O： 3% 除盐水加热器 中压蒸汽过热器 361 SA387Gr.1 1CL.2+ SA347 12 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

8、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 13 2.2 低温甲醇洗单元 14 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 性，将来自 CO变换单元的变换气中多余的 CO2 以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 过程，不涉及化学反应。 15 中 压 闪 蒸 塔 变换气 来自低温甲 醇洗 780242Nm3/h

9、 40 ， 3.3MPa H2： 42.5%； CO： 18.5%； CO2： 37.5%； H2S： 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 来自热再 生塔 去再吸收塔 闪蒸汽压缩机 变换气洗涤 -19.9 绕管换热器 -42.6 493934.5Nm3/h 30 ， 3.2MPa H2： 66.99%； CO： 28.9.%； CO2： 2.7%； 去热再生塔 T-40005 -23.5 -37 主洗甲醇 来自再吸 收塔 -53.1 -57.3 -29.6 -23.8 16

10、低温甲醇洗气体洗涤 来自 CO变换工段的变换气（温度 40 ，压力 3.4Mpa(a)），首先 经过一系列换热器换热后被冷却到约 10 ，然后通过氨洗涤塔 T40001（，用锅炉给水进行洗涤以降低其 NH3 和 HCN含量。再经过 变换气最终冷却器（绕管式）后，温度降到 19.9 ，送到并联的 两台吸收塔 T 40002AB的底部。 吸收塔 T 40002AB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。 在预洗段，变换气中微量组份如 NH3和 HCN等被低冷甲醇吸收。 在 H2S吸收段，将 H2S和 COS脱除，使净煤气中硫含量满足甲醇合成 催化剂的要求。在 CO2吸收段，将多余

11、的 CO2脱除，使净煤气中 CO2 的含量达到适合于甲醇合成反应所需的含量。出 CO2吸收段的净煤 气经过变换气最终冷却器 E40003（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。 来自 CO2吸收段的部分含 CO2甲醇和 H2S吸收段富硫甲醇送入中压 闪蒸塔 T40003中。在此甲醇在中压下闪蒸，有价值的 H2和 CO闪蒸出 来，再循环气压缩机（ C40001）压缩后循环回变换气入口管线。 17 低温甲醇洗再 生 部 分 N2冷却器 再沸器 精洗甲醇加 压泵 富 H2S甲醇 富 CO2甲醇 精洗甲醇去洗涤塔 CO2产品送气化 140908Nm3/h,11. 7 ， 0.125

12、MPa 汽提 N2 74011.1Nm3/h 40 ,0.74MPa 再 吸 收 塔 热 再 生 塔 Claus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 涤塔 去尾气洗涤塔 蒸汽加热 含 CO2、 HS2甲醇液 贫 /富甲醇换热器 热再生塔进 料泵 主洗甲醇去洗涤塔 去尾气洗涤塔 去尾气洗涤塔 18 经闪蒸塔闪蒸后的含 CO2甲醇被送入 再吸收塔 T40004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 CO2。 CO2产品气离开塔 后，在变换气最终冷却器 E40003中被加热后，

13、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 T40005。 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 19 再沸器 蒸汽加热

14、甲醇蒸汽去热再生塔 贫甲醇 含水粗甲醇 甲醇水塔 进料泵 板式换热器 洗涤水泵 脱盐水 去废水水处理 405.6kg/h,20.1 ， 0.25MPa 尾气放空 209212.6Nm3/h, 8.1 ,0.1MPa 再 吸 收 塔 来 尾 气 甲 醇 水 塔 低温甲醇洗甲醇水分离与尾气处理 尾 气 洗 涤 塔 226546.8Nm3/h 20 热再生塔底出来的富水甲醇被导入甲醇水塔 T40006。 甲醇水塔顶部的甲醇蒸汽作为气提介质被送入热再生 塔 T40005。甲醇水塔底部产品是不纯水，经冷却后送 入尾气洗涤塔 T40007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

15、甲醇水塔 T40006回收其中含有的甲醇。 低温甲醇洗甲醇水分离与尾气处理 21 2.3 硫回收单元 22 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 ，同时副产硫磺产品。 H2S 1/2O2=S+H2O H2S+3/2O2=SO2+H2O 2H2S+SO2=3S+2H2O 23 Sulfur degassing tank 1165.5Nm3/h Sulf ur se parat or Pump 锅炉给水 燃 料 气 燃烧炉 硫磺脱气池 去硫磺成型 锅 炉 给 水 硫 磺 分 离 器 去尾气焚烧 二级克劳斯 反应器 低压蒸汽 一级克劳 斯反应器 废热锅炉

16、 去焚烧炉 克劳斯气 氧气 空气 低压 蒸 汽 氧克劳斯硫回收 10540.9Nm3/h, 24.7 ， 0.19MPa, CO2： 66.6 H2S:31.7 COS:0.43 18437.1Nm3/h, 240 ， 0.15MPa, CO2： 39 H2S:3.155 SO2:3.2 COS:2.9 SX:0.281 5220Nm3/h 322 H2S:1.75 SO2:0.874 COS:0.16 SX:1.32 223.4 H2S:0.4 SO2:0.2 COS:0.16 SX:0.36 17832Nm3/h 130 H2S:0.4 SO2:0.2 COS:0.16 24 来自低温甲醇

17、洗单元的酸性气体通过酸气分离器 D-45001分离后进入氧克劳斯燃 烧炉 B-45001、燃烧室 D-45002，部分 H2S与空气、氧气在此反应转化为硫蒸汽。 废热锅炉 E-45001直接与燃烧室 D-45002相连，废热锅炉将过程气冷却到约 230 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 R-45001（氧化铝催化剂）、 一级硫冷凝器 E-45002、预热器 E-45003、二级克劳斯反应器 R-45102（铝基催化 剂）、二级硫冷凝器 E-45004、硫分离器 D-45003中，硫组分被进一步转化成单 质硫。 从废热锅炉 E-45001、一级硫冷凝器 E-4

18、5002、二级硫冷凝器 E-45004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 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 D-45006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 800 的温度下燃烧，焚烧后的气体送入电 厂锅炉进行一步处理。 25 2.4 甲醇单元 26 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 高选择性铜基催化剂存在条件下，在 8.1Mpa的压力、 200 300 的温度下合成 甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇。 CO+2H2CH3OH +90.8KJ/mol CO

19、2+3H2CH3OH +H2O+49.5KJ/mol 27 合成气来自 低温甲醇洗 CO2： 2.716%； CO： 28.95； H2： 66.99 中 间 换 热 器 水 冷 甲 醇 反 应 器 汽包 中压锅炉预热器 甲 醇 分 离 器 气 冷 甲 醇 反 应 器 中压蒸汽 8.1MPa, 150 循环气来自甲醇分离器 CO2： 3.7%； CO： 3.3； H2： 66.985 ,7.15MPa 40,737051Nm3/h 240 211 261 230 209 40 54 8.07MPa 合成气 /循环气 压缩机 去 PSA 11602.5Nm3/h 223t/h粗甲醇去精馏单元 中

20、压蒸汽（开车） CH3OH： 10.66 CH3OH： 16.3 压缩机 额定功率： 38650KW 额定蒸汽量： 212.3t/h 28 从低温甲醇洗单元来的合成气（温度 30 ，压力 3.2Mpa(a)）与来自 PSA氢回收装 置的氢气混合后，经合成气压缩机 C52001压缩到甲醇合成所需的压力 8MPa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 R 52002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 52001A/B的管 程。 水冷甲醇反应器 R 52001A/B的管内装填催化剂，合成气中 H2 与 CO和 CO2在其中 发生甲醇合成的反

21、应，反应热由管外沸水带走。 “ 预合成 ” 气体再经过中间换热器 换热后，进入气冷甲醇反应器 R 52002的壳程， R 52002壳内装填催化剂，在此气体 进一步反应生成甲醇。 R 52002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 40 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 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 PSA氢回收装 置回收其中的有效气体 H2。 29 塔顶冷却器 回流罐

22、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/h 39 1.3 t/h 出界区 15.7 t/h 去废水处理 30 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 塔 T 53001。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 T- 53002。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

23、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 T 53003。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。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。 常压精馏塔底部的工艺废水，用工业废水泵送到界区外。 31 2.5 MTP单元 32 1. 总体介绍 甲醇制丙烯 (MT

24、P)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， LPG 和汽油。 MTP工艺包含五个工艺步骤： MTP反应部分 MTP反应器再生部分 水烃冷却分离部分 碳氢压缩部分 产品 /副产品精制部分 33 丙烯 47.4 万吨 /年 汽油 18.22万 吨 /年 燃料气 内部使用 工艺水 内部使用或用作灌溉 DME 反应器 LPG 3.65万 吨 /年 废水循环 烯烃循环 甲醇 ,AA级 167万吨 / 年 = 5000 吨 /天 产品精制 MTP 反应器 (2台运行 +1台备用 .) MTP单元示意图 34 6000单元工艺方框流程图 35 主要产品指标 丙

25、烯 (聚合物级 ) 纯度 (wt.) 99,60 % 乙烯 (聚合物级 ) 纯度 ( wt.) 99,60 % 36 主要产品指标 LPG 成分 C2 烃 0,2 % wt. C3烃 10 - 12 % wt. C4烃 75 - 90 % wt. C5烃 2,0 % wt. 总硫含量 (最大 ) 5 ppm wt. 37 主要产品指标 汽油 性质 密度 ( 15 C) 740 - 790 kg/m3 蒸汽压 ( 37 C) 0,45 - 0,70 bar 辛烷值 (研究法 ) 90 - 95 RON 成分 烷烃和环烷烃 45 - 65 % wt. 烯烃 20 - 25 % wt. 芳香烃 15

26、 - 30 % wt. 苯 1,0 % wt. 总硫含量 5 ppm wt. 38 39 40 2. 工艺流程介绍 41 2.1 反应单元 (6010) 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 环甲醇经过一系列换热设备，加热到 275 。混合物料 先在 DME反应器中于 275 ， 1.6MPa，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 回的 C2/C4/C5/C6混合进入 MTP反应器 (3台， 2开 1备 )， 于 480 ， 0.13MPa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 元气体冷却和分离单元

27、。 2CH3OHCH3OCH3(DME)+H2O +Q nCH3OCH32CnH2n nH2O +Q(N=2,3,4 .) MTP反应单元 6010 去气体冷却和分离单元 DME反 应器 火焰加热器 MTP反应器 (3台） DME加 热器 208吨 /小时 精甲醇 气包产生饱和中压 蒸汽送管网 275 1.6MPa 471.9 0.23MPa 387.8 1.55MPa 480 0.13MPa 190 0.12MPa 循环 HC 208t/h 293.8 内径： 11.7m 切线高： 17.54m 估计总高： 31.673m 壁厚： 20/22/26mm 主要材质： 0Cr18Ni10Ti/1

28、6MnDR 设备净重： 651吨 其中不锈钢重： 521吨 填料、催化剂： 524.1吨 内径： 5m，切线高： 10.8m， 总高： 17.75m，壁厚： 35mm 主要材质： SA204Gr.B，空重： 79吨 43 2.2 再生单元 (6020) 工艺介绍 MTP反应器经过一段时间 (每台反应器运行 500-600小时后需再生 )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 化剂进行再生。再生所需时间为 56-69小 时。 44 再生气 预热器 再生气加热器 再生气 过滤器 燃料气 装置空气 氮气 再生气

29、 工艺蒸汽 大气 装置空气热再生气 氮气 氮气加热器 氮气 氮气冷再生气 再生单元 (6020)工艺介绍 45 2.3 气体冷却和分离 (6030) 单元工艺介绍 由 MTP反应器出来的物流经废热回收系统降到 190 后，首先进入预激冷塔（ 3台），用激 冷水进行冷却至 55 。之后再送入激冷塔， 用激冷水进行冷却，温度降至 40 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 与新鲜甲醇混合进入 DME反应器。 46 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 M T P 反 应 器

30、 去甲醇回收塔 去气体压缩干燥单元 气体分离单元 6020 285.4608t/h 190 0.12MPa 319t/h 55 0.118MPa 115t/h 88.5 308.7t/h 40 0.105 MPa 1934.62t/h 50 0.37MPa 483t/h 35 0.17MPa 内径： 6m。估计总高： 28.85m,空重： 110吨 壁厚： 16/35/18mm。主要材质： SS316L 47 激冷塔 PC WC R WC WR WR MTP 反应 产物 DME冷凝 液 排出管线 急冷水 工艺水 水 急冷水 火炬 去碳氢压缩单元 预激冷塔AB/C P-60312A/B P-60

31、311A/B P-60315 A/B E-60312 E-60311A-F AE-60311 急冷水急冷水急冷水急冷水急冷水 碱液 碳氢化合物 气体冷却和分离 (6030)单元工艺流程简图 48 2.4 HC压缩 (6040)单元 工艺介绍 经激冷塔冷却分离后的 MTP反应器物流温度为 40 ， 压力为 0.105MPa，送入 HC压缩（ 6040）单元。通过 HC 压缩机进行四级压缩，压力达 2.25MPa。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， 然后气烃送入气烃干燥器，液烃

32、送入液烃干燥器分别 进行干燥。 49 气体压缩和干燥单元 6040 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 气烃干燥器 气烃去脱丙烷塔 液烃去脱丁烷塔 激冷后的烃 308.7t/h 40 0.105MPa 0.24MPa 0.48MPa 1.03MPa 2.29MPa HC压缩机 额定功率： 17889KW 额定蒸汽量： 205.6t/h 270.2t/h 29.9t/h 40 2.2MPa 50 2.5 产品精制 (6050)单元 工艺介绍

33、 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， C4和 C5进行分离， C4烃与气烃一起送入脱丙烷塔。 C5 烃送入脱己烷塔进行 C5烃与 C6烃的分离， C6以上的烃从塔底出 来，经冷却后成为汽油产品。 C5以下的烃从塔顶出来，经冷凝后 大部分循环回 MTP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 MTP反应器。 脱丙烷塔塔顶蒸汽（ C3）经冷凝后，送入脱乙烷塔。脱乙烷塔 塔底物流送入 C3分离塔进行分离， C3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 C3分 离塔塔底物丙烷作为 LPG产

34、品。 脱乙烷塔塔顶蒸汽经脱乙烷塔压缩机加压到 3.7MPa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 C2分离 塔。 C2分离塔塔顶为乙烯产品，塔底物作为燃料气。 51 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 冷凝器 回流槽 回流泵 再沸器 再沸器 脱丙烷塔 冷凝器 回流槽 回流泵 萃取塔 来自气烃干燥器 来自液烃干燥器 产品精制单元 270.2t/h 100 ， 2.3MPa 29.9t/h 40 2.2MPa 164.8t/h 175.7 ， 2.3MPa 105t/h 71.6 ， 2.27MPa 73.6t/h 30 ， 2.2

35、1MPa 3t/h 40 ， 2.1MPa 96.1t/h 30.4,2.15MPa 内径： 4.4/6.35m，总高： 52.6m 壁厚： 38mm,主要材质： 16MnR 空重： 458吨 内径： 4.4m,总高： 89.3m 壁厚： 38mm 材质： 16MnR 空重： 435吨 52 回流槽 再沸器 脱乙烷塔 冷凝器 回流槽 C2分离塔 C3分离塔 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 C3分离塔进料 60.8t/h 47 丙烯产品 流量： 59.3.t/h温 度 ;39.9 压力： 2.2MPa 丙烷 1.5

36、37.t/h 50.6 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 0.35MPa 3.7MPa 内径： 8m 总高： 100.5m 壁厚： 70/68mm 主要材质： 16MnR 空重： 1500吨 1.9MPa 53 再沸器 脱己烷塔 冷凝器 产品精制单元 回流槽 回流泵 汽油稳定塔 再沸器 汽油 22.78t/h 18.2万吨 /年 C5、 C6循环回 MTP反 应器 流量： 142.07吨 /小时 温度： 160 压力： 1.65MPa 循环水 从脱丁烷塔来的液烃 流量： 164.8吨 /小时 温度： 175.7 压力： 2.315MPa 脱己烷塔塔顶温 度： 87.3 压力： 0.405MPa 从脱己烷塔到汽油稳 定塔的液烃 流量： 8.5吨 /小时 温度： 73.6 压力： 1.98MPa 54 15.05.03 第一个完全 由甲醇制成的杯子 55 谢谢！ 请各位领导指导 !