65萬噸／年煤基甲醇制烯烴分離工藝選擇.docx

1、65萬噸/年煤基甲醇制烯炷分離工藝選擇孫申智（青島科技大學化工學院，山東青島266042）摘要：論文研究了65萬噸/年煤基甲醇制烯炷分離工藝工藝原理，通過AspenPlus流程模擬軟件模擬分析UOP精施分離工藝和PROA吸收分離工藝兩種分離工藝的工藝流程，對比評估，結果表明PROA吸收分離工藝為65萬噸/年煤基甲尊制烯炷更優(yōu)工藝。關鍵詞：煤基甲醉制烯炷；PROA吸收分離；AspenPIus流程模擬中圖分類號：TB322文獻標識碼：A0引言甲醇制烯燃技術，開辟了由煤炭或天然氣生產基本有機化工原料的新工藝施。我國具有豐富的煤炭資源，開發(fā)甲醇制烯烷技術，對確保國家能源安全，實現經濟快速、可持續(xù)發(fā)展具

2、有重要意義.研究、開發(fā)非石油資源合成低碳烯炷的技術路線，不但是一種趨勢，而且已經取得了重大進展。經幾十年的研究，甲斡制烯煌反應技術日趨成熟，而國內外研究者對分離技術開發(fā)關注不夠，普詛認為甲醇制烯煌分離單元與傳統(tǒng)的石腦油裂解制烯炷工藝中的裂解氣分離單元基本相同，且產物組成更為簡單、雜質種類和含量:更少，更易于實現產品的分離回收.但是醇制烯燒反應產物也具有其特殊性，直接借用石腦油裂解制烯炷工藝的烯烷分離工藝必將造成成本的提高和能源的浪費。與成熟的石腦油裂解制乙烯相比.甲醇制烯炷的烯炷分離技術還有較大的改進和優(yōu)化的余地.國際領先的甲醇制烯烷工藝，主要有美國環(huán)球油品公司（UOP）和挪威海德魯（Nors

3、kHydro）公司共同開發(fā)的UOP/HYDROMTO工藝，中國科學院大連化學物理研究所的DMTO工藝和DMTO-Q工藝。本文以中國科學院大連化學物理研究所的DMTO工藝為依托，進行甲醇制烯炷分離工藝的選擇。通過模擬分析目前較典型的分離流程，對UOP精儒分離工藝和PROA吸收分離工藝進行對比和評估，選出更加先進的分離工藝。1工藝原理1.1預處理單元（如圖1）1.1.1急冷、水洗、汽提區(qū)甲醇制烯烷反應為強放熱反應，出口物料溫度較高（約500-C/2'.反應器出口物料經急冷塔用水進行冷卻，降低溫度同時也除去反應產物中的雜質.&T反應產物中會含有極少次的醋酸，冷凝后回流到急冷塔。為了中

4、和這些酸，在回流中注入少量的堿（氫氧化鈉）。為了控制回流中的固體含鼠，由急冷塔底抽出廢水，送到界區(qū)外的水處理裝置。急冷塔頂的氣相送入水洗塔。進一步洗滌，自水洗塔底部出來的物料送入水汽提塔，殘留的輕炷被汽提出來回到反應器。洗滌水汽提塔底主要是純水，可以進一步循環(huán)利用.圖1預處理單元流程圖，作青簡介：孫申智（1984），男，研究生，主要從事化工工藝優(yōu)化方面的研究。E-mail：hwsbzwh水洗塔塔頂輕煌進入輕烯/回收單元（LORP）。LORP單元的目的是壓縮，冷凝，分離和凈化有價值的輕烯烷產品（通常指乙烯和丙烯）。LORP單元由以下幾部分組成：壓縮，堿洗，干燥，乙狹變換.分俺1.1.2壓縮區(qū)壓縮

5、區(qū)由DMTO產品壓縮機，級間吸入雄和級間冷卻器組成。在接近周圍環(huán)境溫度、壓力下，DMTO的氣體物流送入LORP單元的壓縮部分。為了回收烯烷產品，首先將操作壓力提高到能濃縮和通過分饞來分離的壓力等級水平是非常必要的。DMTO產品壓縮機是多級離心壓縮機。壓縮機的級間流在級間冷卻器和級間吸入罐中冷卻和閃蒸。由水和溶解的輕烷組成的級間冷凝物計量后通過級間罐回到上一級吸入罐。純冷凝物被泵送回到DMTO單元.1.1.3堿洗區(qū)wro氣相產品中的二氧化碳產物在堿洗塔中脫除.堿洗塔有三股堿液回流和一股水回流來脫除殘余的堿。堿洗區(qū)包括補充堿和水的中間維和注入泵。廢堿脫氣后送出界區(qū)處理。二氧化碳脫除后，wro氣相產

6、品被冷卻然后送入干燥區(qū)。1.1.4干燥區(qū)DMTO的氣體產物需干燥處理，為下海的低溫工段做準備.干燥區(qū)由兩個DMTO產品干燥器和再生設備組成。干燥器用分子筋脫水.來自于U）RP單元的輕質氣體用于再生干燥劑。再生設備由再生加熱器，再生冷卻器和再生分離罐組成。脫水后，再生的氣體混入燃料氣系統(tǒng)。干燥后的反應氣送入輕炷精慵分離單元。L2輕爛分離單元（如圖2）1.2.1UOP精饞分離單元UOP分館區(qū)由脫乙烷塔，脫甲烷塔，脫乙烯塔，脫丙烷塔和脫丙烯塔組成。在壓縮，氧化物回收，堿洗和干燥之后，DMTO產品氣冷卻后進入脫乙烷塔。脫乙烷塔頂產品是混合的C2組分.由丙烷和更重的谿類組成的脫乙烷塔底物送入脫丙烷塔。脫

7、乙烷塔頂物進入乙塊加氫反應器，物流中的副產物乙扶被選擇加氫轉化為乙烯。來自于脫乙烷塔接收器的凈氣相產品送入甲烷塔進料冷凍器。圖2UOP精饞分離單元流程圖脫甲烷塔從混合C2物流中脫除輕雜質（包括甲烷,氫和情性氣體）。脫甲烷塔頂物送去做燃料氣.脫甲烷塔底物送入乙烯分離塔。在乙烯分離塔中乙烯產品從乙烷中分高出來。分離塔頂的純物質送入乙烯儲罐。塔底物蒸發(fā)，加熱后并入燃料氣系統(tǒng)。脫乙烷塔塔底物流進入脫丙烷塔?；旌系腃3組分在脫丙烷塔中與較策的C4以上物料分離。脫丙烷塔塔頂物，送入脫乙烯塔。脫丙烷塔底物送入C4+儲雄。在脫乙烯塔中丙烯與丙烷分離。圖3PROA吸收分離單元流程圖1.2.2PROA吸收分離單元

8、（如圖3）經預處理后的輕炷分氣液兩相進入C2慵分的非清晰切割精懦塔預切割塔，該塔頂產物包括甲烷、氫氣及其他輕質氣體、部分C2飼分及相平衡的少量C3,塔釜產品為其余C2及更重組分。將預切割塔的塔頂產物用丙烯冷媒或溫度為一50一66P的乙娣冷媒冷卻后送到采用以C3為主要成份吸收削的吸收塔，將預切割塔塔頂產物中的乙烯吸收下來，輕質氣體由吸收塔塔頂排出，吸收塔塔釜產品返回預切割塔作為進料。吸收塔的塔頂出口氣體中含有少量吸附劑C3,其數量和輕質氣體在進料中的比例、吸收塔進口物料的溫度及吸收劑性質有關。在合理的工藝條件下，當吸收劑組成主要為C3時，出口氣體中的C3含量在2%10%,可以進入一個冷卻冷凝器，

9、冷凝部分C3以降低損失。如需進一步降低C3的含量或者提純氧氣，可將上述冷卻冷凝器的尾氣再進入其他的分離設施，例如變壓吸附或膜分離。吸收塔的釜液返回預切割塔作為進料。當吸收劑為C4或C5時，如因各種原因需要進一步降低吸收劑含髭同樣可以在吸收塔出口設置冷卻冷攝器。預切割塔的塔釜產品送到脫乙烷塔進行C2和C3的清晰切割，脫乙烷塔塔頂得到C2懦分，塔釜產品是C3及更重組分。若進入預切割塔的進料中含有乙狹，則塔頂產品先脫除乙狹再進入乙烯精悔塔，提純到所需要的質景濃度。將脫乙烷塔塔釜出料一分為二，一部分作為脫丙烷塔的進料進行C3和C4的分離；另一部分冷卻到一501以下后送到吸收塔作為吸收劑，吸收劑的量是脫

10、乙烷塔碳釜出料量的5%90%。脫丙烷塔的塔頂出料為C3,包括進預切割塔的全部C3組分，脫丙烷塔塔頂得到的C3憎分進入丙烯精簡塔分離成內烯和丙烷.若C3組分中含有狹炷，則應先脫除塊炷再采用精饞方法分離成各個純組分。塔釜產品為C4及更重組分.為了保證脫甲烷塔的分離效率，脫甲烷塔的吸收劑的選擇決定了烯煌分離方案的工藝流程。目前可行的吸收劑有三種，分別是03、C4以及C5。C4和C5混合吸收劑與C5吸收劑比較，其能量消耗偏高1%,乙烯和丙烯的吸收效率偏高1%;C4吸收劑與C5吸收劑比較，其能量消耗偏高30%,但乙烯和丙烯的吸收效率偏高2%；C4吸收劑與C5吸收劑比較，其塔板數增加2倍后，即能量消耗偏高

11、10%,乙烯和丙烯的吸收效率偏低2%區(qū)。而對于MTO工藝來說，因為其組成的特點，采用C3吸收劑較為合適。2分離工藝選擇使用AspenPlus流程模擬軟件對對U（）P精惘分離工藝和PROA吸收分離工藝兩個流程進行模擬比較.兩者的預處理單元使用相同的處理方式，主要從進輕煌分離單元的流股進行區(qū)分模擬。2.iuop精ta分藹單元通過使用AspenPlus流程模擬軟件對該過程進行模擬、優(yōu)化操作參數。得到各個塔的物性參數匯總如表1.表1UOP塔設備熱負荷脫乙烷塔T201脫甲烷塔T2O2脫乙烯塔T203脫丙烷塔T204脫丙烯塔T205塔板數20105040130回流比28.45采出率0.

12、61710.0390.9940.84280.995冷凝器溫度/X：-29.22-100.59-28.0149.4019.69冷凝器熱負荷/kW一8440.374-2445.187-11027.842-2390.496-29366.815再沸器溫度/P55.17-27.94-12.74106.5926.11再沸器熱負荷kW10201.7433313.18115113.1535500.55228887.4922.2PROA吸收分離單元模擬經AspenPlus模擬、優(yōu)化后得各個塔的物性參數匯總PROA吸收分離工藝的輕煌分離單元流程圖如下圖所示。如表2。哀2PROA塔設備熱負荷預切割塔T201吸收塔T

13、2O2脫乙烷塔T203脫乙烯塔T204脫丙烷塔T205脫丙烯塔T2O6塔板數3610235042130回流比4.424.182.711.238.54果出率0.16110.5550.99420.8420.9948冷凝器溫度/P-28.89-27.78一20.26-28.7948.4918.84冷凝器熱負荷/kW-5933.562-15137.643-)0659.061-3490.874一26657.827再沸器溫度/I14.11一14.6666.84一10.99105.1725.17再沸器熱負荷kW9385.96318173.076410652.70845944.199026552.48552.

14、3對比、選擇流程(1) UOP精懦分離工藝各個塔的塔頂冷凝器總熱負荷為Q=(8440.3744-2445.187+11027.842+2390.4964-29366.815)=一53670.714kW塔底再沸器總熱負荷為：Q=10201.7434-3313.181+15113.153+5500.552+28887.492=63016.120kW(2) PROA吸收分離工藝各個塔的塔頂冷凝器總熱負荷為Qi-(5933.564-15137.643+10659.06+3490.874+26657.827)=-61878.967kW塔底再沸器總熱負荷為：Q'=9385.96+18173.076

15、+10652.7084+5944.1990+26552.4855=70708.432kW那么Q'Q=8208.253kW,Q'Q=7692.312kW。雖然后者總熱負荷大于前者，但UOP精儲分離工藝中的脫甲烷塔塔頂冷凝器溫度為一1OO.95P,而PROA吸收分離工藝與之對應的吸收塔塔頂冷凝器溫度只有一27.78。這就導致前者需要消耗大量的能量進行乙烯和丙烯的深冷，大大增加了設備費用和操作費用。而PROA吸收分離工藝不使用深冷和低溫脫甲烷精饞塔，僅使用丙烯冷劑和一級低等級乙烯冷劑的分離過程就可達到分離目的。乙烯產量為30萬t/a時僅需要一個軸功率小于150kW的單級乙烯冷凍壓縮機

16、從長遠利益看PROA吸收分離工藝更具有優(yōu)勢。3結論65萬噸/年煤基甲醇制烯雄典型的分離工藝有UC*精儒分離工藝和PROA吸收分離工藝，分為預處理單元和輕煌分離單元兩部分。通過AspenPlus流程模擬軟件模擬分析煤基甲醇制烯炷偵)P精惚分離工藝和PROA吸收分離工藝，PROA吸收分離工藝總熱負荷大于偵X精饞分離工藝，但其脫甲烷塔塔頂冷凝器溫度為一27.78-C,遠遠低于JOP精慵分離工藝對應的吸收塔塔頂冷凝器溫度一100.952,因此僅使用丙烯冷劑和一級低等級乙烯冷劑的分離過程就可達到分離目的，大大降低了UOP精簡分離工藝深冷所需的設備費用和操作費用。從長遠利益看PROA吸收分離工藝更具有優(yōu)勢

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