大唐煤化工项目 鲁奇三合一装置工艺概况.

Presentation on theme: "大唐煤化工项目 鲁奇三合一装置工艺概况."— Presentation transcript:

1 大唐煤化工项目 鲁奇三合一装置工艺概况

2 内容： 1、三合一项目简介 2、三合一界区总工艺流程简介 3、各装置工艺 流程介绍

3 1、三合一装置简介

4 三合一项目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。其中甲醇制丙烯装置为目前世界上首套工业化装置 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

5 本界区原料、产品方案 乙烯： 2.3万吨/年 二氧化碳： 200万吨/年 丙烯： 47万吨/年 粗煤气： 640万吨/年 甲醇：
168万吨/年 LPG： 3.64万吨/年 硫磺： 3.8万吨/年 汽油： 18.2万吨/年

6 三合一装置各单元 本部分的功能是将煤气化装置生产的粗合成气进行精制，得到的合格合成气体在甲醇合成塔合成甲醇，为丙烯生产装置提供原料。
甲醇合成部分装置构成如下： 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 处理含硫废气，回收硫磺，保护环境 5000 甲醇装置 生产甲醇，为丙烯装置提供原料 6000 丙烯生产装置MTP 甲醇合成丙烯，

7 2、三合一界区总工艺流程简介

8

9 南非Sasol煤制油工厂

10

11 鲁奇三合一装置带物料平衡的总工艺方框流程图

12

13 3、各装置工艺流程简介 3.1、CO变换

14 CO变换工艺 采用五环科技股份有限公司自主开发的高浓度CO变换技术 CO变换的化学反应方程式： CO+H2O→CO2+H KJ/mol CO变换的目的是将上游煤气化装置来的粗合成气中过剩的CO变换为H2，增加合成气原料气中氢含量，同时调整CO和H2的比例，并通过进一步的气体净化，提供满足进甲醇合成要求的精合成气。

15 CO变换工艺概况 一氧化碳变换的任务，就是将多余的一氧化碳除去，通过变换反应转化为对甲醇合成反应有用的氢气和二氧化碳，且多余的二氧化碳相比之下比较容易清楚，并可。因此，一氧化碳变换即是原料气的净化，也是原料气的进一步制备的继续。随后在下一步的低温甲醇洗工序，将脱除原料气中的酸性气体CO2和H2S，获得总硫含量小于0.1ppm（v）、CO含量25～30％，CO2含量2～5%，（H2 - CO2）/（CO + CO2）＝2.05～2.1，满足甲醇合成需要。 一氧化碳变换的工艺流程同样视原料和造气工艺的不同而不同，在早期（二十世纪三十四年代）的常压煤和焦炭气化工艺条件下，一氧化碳变换也在常压下进行，工艺流程比较复杂，五六十年代开始，合成气采用天然气、油田气、轻油加蒸汽转化工艺，普遍应用的是前脱硫的加压中温变换和中变串低变流程，七八年代的重油部分氧化、水煤浆加压工艺则采用的是耐硫中温变换流程，最近十年中，新建工厂则纷纷采用全低温变换流程，使一氧化碳变换的能量利用更合理，工艺更简化。 工业中，一氧化碳变换变换反应均在催化剂存在下进行。20世纪60年代前，主要应用以Fe2O3为主体的催化剂，60年代以后，研究出了活性更高的新型变换催化剂，但这些催化剂的抗毒性比较差。随着国内近年来越来越多的先进煤气化工艺的采用，针对直接回收热能的激冷、废锅流程，以无法延续传统的先脱硫再变换的方法，这样势必造成大量因高温煤气化产生的热能白白损失掉，因此煤气化和渣油气化制取合成气的工艺，目前均采用耐硫变换催化剂。

16 Co-Mo系宽温耐硫变换工艺 常用工艺：宽温耐硫变换工艺 、中低温变换串工艺 、全低温变换工艺 工艺选择的基本要求：
原料气组成，使用的催化剂以及热回收方式 本项目的工艺特点： H2：17.3%，CO：48.3%，CO2：10.4%，H2O：23％

17 一氧化碳变换工艺流程简图 第一变换炉 分离器 过滤器 第二变换炉 分离器 来自气化 中压蒸汽 粗煤气 Ø3200×5100 单重59.7T
260℃ 中压蒸汽 102T/h 粗煤气 第一变换炉 分离器 过滤器 170℃，3.7MPa,247000Nm3/Hr Ø3200×5100 单重59.7T 材质：14Cr1MoR＋347 催化剂K8-11:25m3　　　　 250℃ CO18.5% CO237.5% H242.46% H2S0.43％ 第二变换炉 450℃ Ø3800×11000 单重68.4T 催化剂QCS-01:76m3 去低温甲醇洗 40℃，3.4MPa,262000Nm3/Hr 低压蒸汽 36.5T/h, 160℃ 48.4T/h, 108℃ 去气化 分离器 370℃ 脱盐水

18 一氧化碳变换简易流程概述 Shell 煤气来的粗煤气，气量 Nm3/h，温度170摄氏度，压力3.8MPa。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，配入饱和蒸汽后，温度260摄氏度，进入第一变换炉，出第一变换炉，再进入煤气加热器，出煤气加热器温度251.6摄氏度。进入第二变换炉后进入脱盐水加热器，给脱盐水加热，然后进入变换器分离器，分离出的气体送低温甲醇洗，冷凝液送shell 煤气化用。

19 工艺流程示意图（系统图）

20 3.2、低温甲醇洗

21 低温甲醇洗工艺（Rectisol） 以各种不同原料制取成气的工艺中，都有相当数量的CO2以及对甲醇合成有害的毒物H2S、COS等毒物需要除去，这类酸性气体经中合成气中脱出后又可进一步回收利用。在本项目里，脱出的CO2经压缩后作为Shell煤气化工序的粉煤载气，富硫气体（以H2S为主）经过进一步回收利用生产硫磺。

22 低温甲醇洗(Rectisol)是20世纪50年代初德国林德(Linde)公司和鲁奇(Lurgi)公司联合开发的一种气体净化工艺。第一个低温甲醇洗装置由鲁奇公司于1954年建在南非Sasol的合成燃料工厂，目前世界上有近百套工业化装置，其中中国引进了十多套，低温甲醇洗工艺适合于处理含硫渣油部分氧化、煤气化生成的气体中CO2和硫化物。该工艺为典型物理吸收法，是以冷甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的特性，脱除原料气中的酸性气体。由于甲醇的蒸汽压较高，所以低温甲醇洗工艺在低温(-35℃～－55℃)下操作，在低温下CO2与H2S的溶解度随温度下降而显著地上升，因而所需的溶剂量较少，装置的设备也较小。在－30℃下，H2S在甲醇中的溶解度为CO2的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。该工艺气体净化度高，可将变换气中CO2脱至小于20ppm，H2S小于0.1ppm，气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内分段、选择性地进行。低温甲醇洗工艺技术成熟，在工业上拥有很好的应用业绩，被广泛应用于国内外合成氨、合成甲醇及其他羰基合成、城市煤气、工业制氢和天然气脱硫等气体净化装置中。在国内以煤、渣油为原料建成的大型合成氨装置中也大都采用这一技术。

23 低温甲醇洗工艺适合于处理含硫渣油部分氧化、煤气化生成的气体中CO2和硫化物。
该工艺为典型物理吸收法，是以冷甲醇为吸收溶剂，利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度极大的特性，脱除原料气中的酸性气体。由于甲醇的蒸汽压较高，所以低温甲醇洗工艺在低温(-35℃～－55℃)下操作，在低温下CO2与H2S的溶解度随温度下降而显著地上升，因而所需的溶剂量较少，装置的设备也较小。在－30℃下，H2S在甲醇中的溶解度为CO2的6.1倍，因此能选择性脱除H2S。该工艺气体净化度高，可将变换气中CO2脱至小于20ppm，H2S小于0.1ppm，气体的脱硫和脱碳可在同一个塔内分段、选择性地进行。 低温甲醇洗工艺技术成熟，在工业上拥有很好的应用业绩，被广泛应用于国内外合成氨、合成甲醇及其他羰基合成、城市煤气、工业制氢和天然气脱硫等气体净化装置中。在国内以煤、渣油为原料建成的大型合成氨装置中也大都采用这一技术。

24 各种气体在甲醇中的溶解度

25 国内已建成的低温甲醇洗装置 中海油内蒙天野公司 上海太平洋化工焦化总厂 中石化九江分公司 山西天脊集团公司
中海油内蒙天野公司 上海太平洋化工焦化总厂 中石化九江分公司 山西天脊集团公司 中石化乌鲁木齐分公司 山东德州华鲁恒升集团 中石化安庆分公司 河南义马煤气化公司 中石化湖北化肥分公司 兰州化学工业集团公司 中石化宁夏分公司 陕西渭河煤化工集团公司 中石化南化分公司 中煤集团哈尔滨气化厂 湖北宜化双环化工有限公司 云南解化集团有限公司 柳州化工股份有限公司 安徽淮化集团有限公司 辽宁大化集团有限公司 （原装置建于95年，目前正搬迁改建）

26 鲁奇工艺，南非Sasol低温甲醇洗装置 处理气量: 39 MM mn³/d 4 Rectisol Trains 用于合成气间接液化

27 目前世界最大的吸收塔 低温甲醇洗, Sasol II, 南非
原料气: 643,000 标立/小时 塔径: 5.4 米 塔高: 62 米

28

29

30

31 变换气洗涤 氨洗塔 闪蒸汽压缩机 甲醇洗涤塔 净化合成气 贫甲醇 丙稀制冷 锅炉给水 变换气 中压闪蒸塔 去水处理 富CO2甲醇 去再吸收塔
H21% H2S28％ 30℃，3.2MPa,494000Nm3/Hr H2：66.99%；CO：28.9.%； CO2：2.7%； 甲醇洗涤塔 -53.1℃ 净化合成气 贫甲醇 丙稀制冷 1030T/h 锅炉给水 Ø4400×75040 单重687T 浮阀塔 材质SA537C1.1 -23.5℃ 氨洗塔 -37℃ 变换气 中压闪蒸塔 -29.6℃ 去水处理 富CO2甲醇 Ø4600×8000 单重97T 泡罩塔 材质16MnR+316L -23.8℃ Ø3500×31750 单重85T 浮阀/填料塔 材质09MnNiDR 去再吸收塔 -19.9℃ 富H2S甲醇 去再吸收塔

32 低温甲醇洗－气体洗涤 变换气进入氨洗塔，经锅炉给水洗涤后进入变换气/净化气合成器。冷却后的气体进入甲醇洗涤塔，甲醇洗涤塔由贫液泵来的贫甲醇参与洗涤。进入甲醇洗涤塔底部的气体在H2S洗涤段洗涤后，气体由下至上进入CO2洗涤段，从洗涤塔顶部出来的气体为净化气，进入变换气/净化气冷却器后送甲醇合成气压缩机。出洗涤塔底的富H2S甲醇进入中压闪蒸塔下塔。从洗涤塔中部出来的富CO2甲醇进入中压闪蒸塔上段闪蒸后进入闪蒸气压缩机压缩后又回到变换器管线。

33 低温甲醇洗－再 生 部 分 贫甲醇去洗涤塔 CO2产品140908Nm3/h,0.125MPa 热再生塔 再吸收塔 Claus气
19℃ 热再生塔 再吸收塔 24℃，0.19MPa,10540Nm3/Hr －60℃ Claus气 CO266.6% H2S31.7％ 富CO2甲醇 －40℃ 来自精馏塔 含CO2、HS2甲醇液 Ø5000×56350 单重380T 浮阀塔 材质20R 贫/富甲醇换热器 97℃ 总高85150 单重380T 浮阀/填料塔 材质SA537C1.1 N2冷却器 贫液泵 再沸器 富液泵 －47℃ 汽提N2 Nm3/h 40℃,0.74MPa 蒸汽加热 去精馏塔 去精馏塔 尾气洗涤

34 低温甲醇洗－溶液再生 两股来自中压闪蒸塔的富 CO2富H2S甲醇液进入低压闪蒸段，闪蒸出来的CO2产品送气化；闪蒸后的溶液从低压闪蒸段出来进入N2气提H2S浓缩段溶液在塔内经N2气提，出来的尾气进入N2冷却器后去尾气洗涤塔，从再吸收塔底出来的富含H2S的甲醇液由富液泵加压进入贫/富甲醇换热器，加热后进入热再生塔闪蒸段，闪蒸出来的气体再进入再吸收塔H2S浓缩段，从闪蒸段出来的甲醇液再进入热再生段，再生好的贫甲醇由贫液泵加压送洗涤塔参与洗涤，再生出来的Claus气送硫回收；从热再生塔底出来的去精馏塔脱水。

35 低温甲醇洗－甲醇水分离与尾气处理 去废水水处理405.6kg/h,20.1℃，0.25MPa 甲醇蒸汽去热再生塔 贫甲醇 甲醇水分离塔
97℃ 8℃，21000Nm3/Hr N2：35.3%；CO2：63.5% 贫甲醇 甲醇水分离塔 尾气放空 Ø2200×25300 单重36T 筛板塔 材质20R 脱盐水 含水粗甲醇 Ø5200×10900 单重42.8T 填料塔 材质304L 进料泵 99℃ 120℃ 板式换热器 再沸器 再吸收塔来尾气 洗涤水泵 蒸汽加热

36 板式塔传质机理示意图

37 3.3、克劳斯硫回收单元

38 项目采用工艺 本项目采用鲁奇专利的两级氧克劳斯（OXYCLAUS®）硫回收工艺加LTGT®（Lurgi Tail Gas Treatment）尾气处理技术，处理能力可达传统工艺的200％，总硫回收率可达99.8%以上。 硫磺产品的指标如下：

39 克劳斯工艺的基本原理 H2S＋1/2O2=S+H2O (1) H2S+3/2O2=SO2+H2O (2)
克劳斯硫回收工艺是1883年由CLAUS提出的，并在20世纪初实现工业化，此法回收硫的基本反应如下： H2S＋1/2O2=S+H2O (1) H2S+3/2O2=SO2+H2O (2) 2H2S+SO2=3S+2H2O (3) 以上反应均是放热反应，反应（1）、（2）在燃烧炉中进行，不同的工艺对温度控制的要求有所不同，在1100－1600℃之间，通过严格控制空气量的条件下将硫化氢燃烧成二氧化硫，并生成部分产品硫，同时为克劳斯催化反应提供H2S/SO2为2/1的混合气体。燃烧炉通过控制反应温度和气体在炉中的停留时间（燃烧炉尺寸）使反应接近热平衡。 反应（3）在克劳斯反应器中进行，通过Al2O3基或相当的催化剂床层反应生成单质硫。 此外，反应器中还发生COS、CS2的水解反应： CS2+H2O=H2S+CO2 COS+H2O=H2S+CO

40 典型克劳斯工艺流程

41

42

43 氧克劳斯硫回收 低压蒸汽 一级克劳斯反应器 锅炉给水 二级克劳斯反应器 氧气 1165.5Nm3/h 克劳斯气 10540.9Nm3/h,
24.7℃， 0.19MPa, CO2：66.6 H2S:31.7 COS:0.43 223.4℃ H2S:0.4 SO2:0.2 COS:0.16 SX:0.36 废热锅炉 燃烧炉 Nm3/h, 240℃， 0.15MPa, CO2：39 H2S:3.155 SO2:3.2 COS:2.9 SX:0.281 322℃ H2S:1.75 SO2:0.874 COS:0.16 SX:1.32 低压蒸汽 空气 去尾气焚烧 锅炉给水 5220Nm3/h 硫磺分离器 Sulfur separator 17832Nm3/h 130℃ H2S:0.4 SO2:0.2 COS:0.16 去焚烧炉 燃料气 Pump Sulfur degassing tank 去硫磺成型 硫磺脱气池

44 氧克劳斯燃烧炉及烧嘴

45 3.4、大甲醇单元

46 鲁奇大甲醇工艺 甲醇合成原理 在Lurgi低压甲醇工艺中，甲醇由氢气、一氧化碳和二氧化碳在高选择性铜基催化剂存在条件下合成反应。主要反应式如下： CO+2H2→CH3OH +90.8KJ/mol CO2+3H2→CH3OH +H2O+49.5KJ/mol 这些都是高放热反应，反应热必须被及时移走。Lurgi甲醇合成工的甲醇反应器采用水冷和气冷，能非常有效地达到此换热要求。

47 甲醇的性质 甲醇，又名：木精、木醇、木酒精；英文名：Methanol；Methylalcohol。分子式：CH3OH；分子量：32。常温常压下，纯甲醇是无色透明、易挥发、可燃，略带醇香味的有毒液体。甲醇可与水以及乙醇、乙醚等多种有机液体无限互溶，但不能溶于脂肪烃类化合物。甲醇蒸汽和空气混合能形成爆炸性混合气，爆炸极限为6％－36.5％（体积）。甲醇的毒性较大，当人吸入10ml就会双目失明，吸入30ml就会致命，空气中允许的甲醇浓度为50mg/m3

48 鲁奇甲醇技术里程碑 1923.9.26 第一套甲醇装置 1969年 第一个低压甲醇合成催化剂试验
1970年 与德国南方化学合作生产甲醇合成催化剂 1970年 100根列管反应器示范装置投入运行 1972年 最早的3套低压甲醇合成装置投入运行 1997年 鲁奇大甲醇概念发表 2004年 总计42套低压甲醇合成装置，包括5个已授予合同的鲁奇大甲醇装置 第一套甲醇装置

49 甲醇技术竞争局面： 市场份额 鲁奇 27% 鲁奇 55% 1969 - 1992 1992 - 2002 三菱化学及其他 12%
20% 英国帝国化学 61% 英国帝国化学25%

50 Lrugi甲醇合成流程 合成气 释放气 粗甲醇 蒸汽 锅炉 給水 气冷反应器 水冷反应器

51 鲁奇大甲醇－阿特拉斯　特立尼达

52 Davy（ICI）M5000甲醇项目，特立尼达 2002年签署详细设计的合同 2005年6月机械竣工 2005年9月底产出第一批甲醇，
10月中旬取得流程产能(100%设计产能) 2005年11月成功完成性能测试

53

54 水冷甲醇反应器 气冷甲醇反应器 去PSA 11602.5Nm3/h 甲醇分离器 汽包 合成气/循环气 压缩机 中间换热器 中压锅炉预热器
中压蒸汽 汽包 循环气来自甲醇分离器CO2：3.7%；CO：3.3；H2： ,7.15MPa　　40℃,737051Nm3/h 合成气来自 低温甲醇洗CO2：2.716%；CO：28.95；H2：66.99 211℃ 240℃ 合成气/循环气 压缩机 230℃ 中间换热器 水冷甲醇反应器 气冷甲醇反应器 Ø4000×7500 单重223×2 材质SA387/GR11/12 催化剂： 2X41.13m3 Ø4050×9700 单重287T 材质SA387/GR11/12 催化剂：97.8m3 压缩机 额定功率：38650KW 额定蒸汽量： 212.3t/h 54℃ 8.07MPa 8.1MPa, 150℃ CH3OH：10.66 CH3OH：16.3 261℃ 209℃ 去PSA Nm3/h 甲醇分离器 40℃ 中压锅炉预热器 中压蒸汽（开车） 223t/h粗甲醇去精馏单元

55 Lrugi甲醇合成塔

56

57 我国工业甲醇产品的质量标准

58 塔顶冷却器 塔顶冷却器 回流罐 回流罐 高沸醇 粗甲醇 再沸器 再沸器 再沸器 废水 回流罐 预精馏塔 加压精馏塔 常压精馏塔
甲酸、二甲醚、烷烃、CO2、H2 1733Nm3/Hr 塔顶冷却器 Ø7300×59800 单重975T 材质 SA516 Gr.70 Ø5600×58600 单重792T 材质 SA516 Gr.70 回流罐 Ø4250×32800 单重242T 材质 SA516 Gr.70 回流罐 108.1t/h去罐区 高沸醇 粗甲醇 228.5t/h MeOH94％ 再沸器 MeOH26％、高沸醇42％、H2O31％ 再沸器 再沸器 废水 回流罐 115℃，15.7T/Hr 100.2t/h去罐区 预精馏塔 加压精馏塔 常压精馏塔

59 鲁奇大甲醇工艺装置

60 3.4 甲醇制丙烯(MTP) 工艺介绍

61 1. 总体介绍 甲醇制丙烯(MTP)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。
1. 总体介绍 甲醇制丙烯(MTP)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

62 MTP工艺的发展

63

64 MTP示范装置

65 MTP ® 装置 － 技术先进性 高丙烯产率 n 专有沸石催化剂 n 固定床反应器 n 催化剂低结焦 n 催化剂在反应温度就地再生 n
已经中试装置验证 n

66 甲醇制稀烃的基本原理 甲醇/二甲醚在一定的压力、温度、空速下通过硅铝酸沸石分子筛催化剂脱水、异构、低聚等作用转化为C11以下的烃类。
基本途径是：甲醇脱水成二甲醚，甲醇和二甲醚再脱水为轻稀烃（C2－C5），并经由异构、低聚等系列副反应生成C11以下的烃类。反应可简化为：

67 MTP单元示意图 丙烯 甲醇,AA级 167万吨/年 = 5000 吨/天 DME 反应器 47.4 万吨/年 燃料气 内部使用 LPG
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.) 丙烯 47.4 万吨/年

68 6000单元工艺方框流程图

69 MTP的化学反应体系

70 主要产品指标 丙烯 (聚合物级) 纯度 > 99,60 % wt LPG 成分
C2 烃 < 0,2 % wt. C3烃 % wt. C4烃 % wt. C5烃 　< 2,0 % wt. 总硫含量(最大) < 5 ppm wt.

71 产品 汽油 性质 密度( 15°C) kg/m3 蒸汽压( 37°C) ,45 - 0,70 bar 辛烷值(研究法) RON 成分 烷烃和环烷烃 % wt. 烯烃 % wt. 芳香烃 % wt. 苯 < 1,0 % wt. 总硫含量 < 5 ppm wt.

72 2. 工艺介绍

73

74 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
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，于480 ℃，0.13MPa下，　 在沸石基催化剂的作用下进行反应，生产以丙烯为主要产 品的各种烃类，送到下一单元－气体冷却和分离单元。

75 MTP反应单元6010 火焰加热器 471.9℃ 0.23MPa MTP反应器(3台） 275℃ 1.6MPa DME反应器 DME加热器
壁厚：20/22/26mm 主要材质：0Cr18Ni10Ti/16MnDR 设备净重：651吨 其中不锈钢重：521吨 填料、催化剂：524.1吨 火焰加热器 471.9℃ 0.23MPa 293.8℃ MTP反应器(3台） 循环HC 208t/h 气包产生饱和中压蒸汽送管网 275℃ 1.6MPa DME反应器 DME加热器 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。 208吨/小时 精甲醇 190℃ 0.12MPa 387.8℃ 1.55MPa 去气体冷却和分离单元 480℃ 0.13MPa 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 热回收系统PU60101

76 MTP反应单元6010 火焰加热器 DME反应器 加热器 燃料系统 MTP反应器 DME加热器 甲醇 甲醇进料泵 MTP反应产物
去气体分离单元

77 2.2 再生单元(6020) 工艺介绍 MTP反应器经过一段时间的运行，在催化 剂的表面会产生一定的结焦，降低了催化
2.2　再生单元(6020) 工艺介绍 MTP反应器经过一段时间的运行，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。

78 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。

79 2.3 气体冷却和分离(6030) 单元工艺介绍 由MTP反应器出来的物流首先进入预激冷 塔（3台），用激冷水进行冷却。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。

80 气体分离单元6030 319t/h 内径：6m。估计总高：28.85m,空重：110吨 55℃
去气体压缩干燥单元 319t/h 55℃ 0.118MPa 内径：6m。估计总高：28.85m,空重：110吨 壁厚：16/35/18mm。主要材质：SS316L 308.7t/h 40℃ 0.105 MPa 483t/h 35℃ 0.17MPa t/h 50℃ 0.37MPa 急冷塔 预急冷塔3台 激冷塔预冷器 激冷水空冷器 来自MTP反应器 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。 115t/h 88.5℃ t/h 190℃ 0.12MPa 去甲醇回收塔 急冷水泵

81 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，液烃送入液烃干燥器分别进行干燥。

82 气体压缩和干燥单元6040 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 1.03MPa 0.48MPa 0.24MPa
HC压缩机 额定功率：17889KW 额定蒸汽量： 205.6t/h 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 1.03MPa 0.48MPa 0.24MPa 2.29MPa 激冷后的烃 308.7t/h 40℃ 0.105MPa 压缩机2级 分离罐 压缩机3级 分离罐 压缩机1级吸入罐 压缩机1级 分离罐 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，液烃送入液烃干燥器分别进行干燥。 压缩机4级 分离罐 气烃干燥器 液烃干燥器 29.9t/h 40℃ 2.2MPa 气烃去脱丙烷塔 270.2t/h 液烃去脱丁烷塔

83 HC 压缩机, 大唐 　额定情况 (保证情况) Compressor SST STC-SH (10-4-B) + Gearbox + STC-SH (20-4-B) 功率消耗: kW 压缩机转速: rpm / rpm LP HP T

84 2.5　产品精制(6050)单元 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。

85

86 烯烃分离塔操作条件

87 产品精制单元 脱丙烷塔 脱丁烷塔 萃取塔 去脱乙烷塔 来自气烃干燥器 冷凝器 96.1t/h 30.4℃,2.15MPa 冷凝器 回流槽
40℃ 2.2MPa 冷凝器 回流槽 回流泵 来自液烃干燥器 回流槽 内径：4.4m,总高：89.3m 壁厚：38mm 材质：16MnR 空重：435吨 270.2t/h 100℃，2.3MPa LPG产品去罐区 105t/h 71.6℃，2.27MPa 萃取水 3t/h 40℃，2.1MPa 回流泵 脱丙烷塔 脱丁烷塔 萃取塔 73.6t/h 30℃，2.21MPa 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。 再沸器 再沸器 去汽油稳定塔 去甲醇回收塔 164.8t/h 175.7℃，2.3MPa 内径：4.4/6.35m，总高：52.6m 壁厚：38mm,主要材质：16MnR 空重：458吨

88 产品精制单元 脱乙烷塔 C2分离塔 C3分离塔 乙烯产品 脱丙烷塔顶来气烃 流量：2.9t/h 91.61t/h 脱乙烷压缩机
丙烯产品 乙烯产品 流量：2.9t/h 温度：-32.4℃ 压力：2.56MPa 脱丙烷塔顶来气烃 91.61t/h -35℃ 1.92MPa 脱乙烷压缩机 冷凝器 3.7MPa 回流槽 1.9MPa 回流槽 丙烯产品 流量：59.3.t/h温度;39.9℃ 压力：2.2MPa C3分离塔进料 60.8t/h 47℃ 脱乙烷塔 C3分离塔 C2分离塔 内径：8m 总高：100.5m 壁厚：70/68mm 主要材质：16MnR 空重：1500吨 再沸器 再沸器 乙烷流量：0.5t/h -60.3℃ 0.35MPa 丙烷 1.537.t/h 50.6℃ 2.282MPa 再沸器

89 产品精制单元 脱己烷塔 汽油稳定塔 冷凝器 脱己烷塔塔顶温度：87.3℃ 压力：0.405MPa 循环水 回流槽
C5、C6循环回MTP反应器 流量：142.07吨/小时 温度：160℃ 压力：1.65MPa 回流泵 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 脱己烷塔 汽油稳定塔 再沸器 再沸器 从脱丁烷塔来的液烃 流量：164.8吨/小时 温度：175.7℃ 压力：2.315MPa 汽油 22.78t/h 18.2万吨/年

90 DME反应器R-60111 内径：5m 切线高：10.8m 估计总高：17.75m 壁厚：35mm 主要材质：SA204Gr.B
空重：79吨

91 MTP反应器R-60151 内径：11.7m 切线高：17.54m 估计总高：31.673m 壁厚：15/20/22/16mm
主要材质：SS321 空重：340吨

92 工艺蒸汽塔T-60121 内径：上部3.3m 下部4.4m 切线高：11m 估计总高：16.10m 壁厚：28/38/35mm
主要材质:SA516Gr.70 空重：75吨

93 激冷塔T-60311 内径：5.2m 切线高：18.5m 估计总高：26.15m 壁厚：22mm 主要材质：SA516Gr.70
空重：90.5吨

94 预激冷塔T-60321(三台) 内径：6m 切线高：21m 估计总高：28.85m 壁厚：18mm 主要材质：SA240 316L
空重：112吨

95 甲醇回收塔T-60321 内径：3.5m 切线高：41.4m 估计总高：43.3m 壁厚：20mm 主要材质：SA516Gr.70
空重：113吨

96 氧化萃取塔T-60321 内径：3.6m/4.4m 切线高：26.75m 估计总高：m 壁厚：mm 主要材质：CS 空重：113吨

97 脱丁烷塔T-60511 内径：4.4m 切线高：78.9m 估计总高：89.3m 壁厚：38mm 主要材质：SA738Gr.A
空重：435吨

98 脱丙烷塔T-60521 内径：4.4m 切线高：78.9m 估计总高：89.3m 壁厚：38mm 主要材质：SA738Gr.A
空重：435吨

99 脱乙烷塔T-60531 内径：2.5m 切线高：30.2m 估计总高：39.25m 壁厚：24/22mm
主要材质：SA204Gr.304L SA537CL.1 空重：70吨

100 CO2洗涤塔T-60535 内径：1.05m 切线高：22.5m 估计总高：m 壁厚：mm 主要材质：CS 空重：吨

101 脱己烷塔T-60541 内径：3.9m 切线高：27.85m 估计总高：35.1m 壁厚：18mm 主要材质：SA516Gr.70
空重：79吨

102 汽油稳定塔T-60547 内径：1.7m 切线高：35.9m 估计总高：45.3m 壁厚：18mm 主要材质：SA516Gr.70
空重：44.5吨

103 萃取塔T-60551 内径：1.1/0.9m 切线高：22.76m 估计总高：27.26m 壁厚：20/22mm
主要材质：SA516Gr.70 空重：16吨

104 C3分离塔T-60561 内径：8m 切线高：88.2m 估计总高：100.5m 壁厚：72mm 主要材质：SA516Gr.70N
空重：1691吨

105 脱甲烷塔T-60571 内径：0.9m 切线高：25.3m 估计总高：m 壁厚：mm 主要材质：3 1/2Ni 空重：11.2吨

106 内径：1.1m 切线高：46,1m 估计总高：m 壁厚：mm 主要材质：1 1/2Ni 空重：29.7吨

107 MTP装置3D PDS模型 3D PDS Model

108 第一个完全 由甲醇制成的杯子 15.05.03 Product Quality
Specific acetylene trace analyses by Borealis have proven that the product gas of the Demo Unit does not contain acetylene nor methyl-acetylene/propadiene. no acetylenes in product gas (below detection limits) < 0,1 ppm acetylene, < 1 ppm methyl-acetylene/propadiene An initial quality test of the gasoline product by the Statoil refinery in Mongstad indicated its high quality in terms of extremely low benzene content, low overall aromatics content, high percentage of branched paraffins and olefins and a rather high RON of >95 (MON >85 ?). Since it is also sulfur-free it is a high-value blending stock. no benzene (< 0,1%), high degree of branched paraffins and olefins (> 80 %) Further, Borealis used a batch of purified MTP -propylene for a polymerization test. A polypropylene product was obtained with all properties to specification, i.e. identical to standard PP, proving that the MTP -propylene was totally free of possible catalyst poisons. Finally, Borealis produced cups from this polypropylene. These cups are now the first PP-products made from natural gas.

109 谢谢！