1、煤制烯烴的工藝及催化劑的選擇煤制烯烴即煤基甲醇制烯烴，是指以煤為原料合成甲醇后再通過甲醇制取乙烯、丙烯等烯烴的技術。煤經甲醇制烯烴工藝主要由煤氣化制合成氣、合成氣制取甲醇、甲醇制烯烴三項技術組成。 1、煤氣化制合成氣1.1 煤氣化工藝煤氣化是指煤與氣化劑在一定的溫度、壓力等條件下發生反應而轉化為煤氣的工藝過程，且一般是指煤的完全氣化，即將煤中的有機質最大限度地轉變為有用的氣態產品，而氣化后的殘留物只是灰渣。幾種煤氣化工藝技術性能綜合比較見表1。表1 不同氣化工藝技術性能比較1.1.1 煤漿制備由煤運系統送來的原料煤干基（25mm）或焦送至煤貯斗，經稱重給料機控制輸送量送入棒磨機，加入一定量的水

2、，物料在棒磨機中進行濕法磨煤。為了控制煤漿粘度及保持煤漿的穩定性加入添加劑，為了調整煤漿的PH值，加入堿液。出棒磨機的煤漿濃度約65%，排入磨煤機出口槽，經出口槽泵加壓后送至氣化工段煤漿槽。煤漿制備首先要將煤焦磨細，再制備成約65%的煤漿。磨煤采用濕法，可防止粉塵飛揚，環境好。用于煤漿氣化的磨機現在有兩種，棒磨機與球磨機；棒磨機與球磨機相比，棒磨機磨出的煤漿粒度均勻，篩下物少。煤漿制備能力需和氣化爐相匹配，本項目擬選用三臺棒磨機，單臺磨機處理干煤量4353t/h，可滿足60萬t/a甲醇的需要。為了降低煤漿粘度，使煤漿具有良好的流動性，需加入添加劑，初步選擇木質磺酸類添加劑。煤漿氣化需調整漿的P

3、H值在68，可用稀氨水或堿液，稀氨水易揮發出氨，氨氣對人體有害，污染空氣，故本項目擬采用堿液調整煤漿的PH值，堿液初步采用42的濃度。為了節約水源，凈化排出的含少量甲醇的廢水及甲醇精餾廢水均可作為磨漿水。1.1.2 氣化在本工段，煤漿與氧進行部分氧化反應制得粗合成氣。煤漿由煤漿槽經煤漿加壓泵加壓后連同空分送來的高壓氧通過燒咀進入氣化爐，在氣化爐中煤漿與氧發生如下主要反應：CmHnSr+m/2O2mCO+（n/2-r）H2+rH2SCO+H2OH2+CO2反應在6.5MPa（G）、13501400下進行。氣化反應在氣化爐反應段瞬間完成，生成CO、H2、CO2、H2O和少量CH4、H2S等氣體。離

4、開氣化爐反應段的熱氣體和熔渣進入激冷室水浴，被水淬冷后溫度降低并被水蒸汽飽和后出氣化爐；氣體經文丘里洗滌器、碳洗塔洗滌除塵冷卻后送至變換工段。氣化爐反應中生成的熔渣進入激冷室水浴后被分離出來，排入鎖斗，定時排入渣池，由扒渣機撈出后裝車外運。氣化爐及碳洗塔等排出的洗滌水（稱為黑水）送往灰水處理。1.2 煤氣化催化劑的選擇煤的催化氣化是在煤的固體狀態下進行的,催化劑與煤的粉粒按照一定的比例均勻地混合在一起,煤表面分布的催化劑通過侵蝕開槽作用,使煤與氣化劑更好地接觸并加快氣化反應。與傳統的煤氣化相比,煤的催化氣化可以明顯降低反應溫度,提高反應速率, 改善煤氣組成, 增加煤氣產率。一般而言, 可用于煤

5、氣化反應的催化劑主要是以堿金屬和堿土金屬為主的金屬氧化物、 金屬氫氧化物、 鹽類以及鐵、 鈷、 鎳等過渡金屬元素的化合物。不同類型的催化劑適用于不同的氣化劑, 不同催化劑對不同氣化反應的催化活性也各不相同。適于催化C- H2O 反應的催化劑主要是鉀、 鈉、 鈣、 鐵、 鎳的化合物, 適于催化C- CO2、 C- O2 的催化劑主要是鉀、 鈉、 鈣的化合物,適于催化C- H2反應的催化劑主要是鐵、 鎳的化合物。其中堿金屬、 堿土金屬和鐵系金屬催化劑的主要性質比較見表 2。表2 堿金屬、堿土金屬和鐵系催化劑的主要性質比較項目堿金屬( K、 Na)堿土金屬( Ca)鐵系金屬( Fe、N i)碳表面積

6、對催化劑的影響小大大碳表面性質對催化劑的影響靈敏不靈敏靈敏礦物質對催化劑的影響易中毒不清楚不太靈敏催化劑總量對氣化效率的影響近似成比例易達到平衡成比例蒸汽氣化時主要 C1產物CO2CO2與無催化劑相同根據研究過的催化劑的組成可將催化劑分為3類：單體金屬鹽或氧化物催化劑；復合催化劑；可棄催化劑,包括煤中的礦物質、工業廢液、廢堿等。不同金屬化合物對煤氣化反應具有不同的催化作用機理。1.2.1 單體金屬鹽催化劑通常認為, 芳香碳氫化合物很難與氧離子或者氫氧離子進行反應, 堿金屬鹽的存在可能會通過與碳原子部分成鍵而使煤焦表面碳骨架電荷發生遷移,改變了煤焦表面碳原子的電子云分布,削弱了碳一碳鍵的結合強度

7、, 增強了碳一氧鍵的鍵合力,使煤焦表面具有了更強的反應活性點, 使氣化反應更易于進行。鈣和鐵化合物的催化作用,更多的學者則趨向于認為鈣和鐵直接參與了反應, 而不像堿金屬鹽那樣通過改變焦樣表面的能量分布起到催化作用, 它們的催化作用可以用氧化和還原循環反應來表述。目前研究得最多的單體催化劑是K2CO3,用 K2CO3 作為催化劑, 成本低, 制備方法簡單, 穩定性也較好。K2 CO3也是目前唯一一種工業應用的煤催化氣化催化劑。對于單體催化劑, 關鍵在于催化劑的回收和重復利用。在使用 K2CO3 作為催化劑的 Exxon法中, 由于一部分鉀與煤灰中硅酸鋁反應,故僅用水洗法只能回收 60 % 80

8、%。1.2.2 復合催化劑復合催化劑的催化效果明顯優于單體催化劑的催化效果。其中三元催化劑的催化效果最好，這是由于三元催化劑呈液態, 而二元催化劑和單體催化劑 K2 CO3為固態。催化劑以液態存在, 其流動性好,更容易擴散到反應體系,煤炭的活性點相應增加, 因此活性就相對較高。復合催化劑選擇性好, 反應溫度較低, 熔點較低。催化劑熔點越低,其催化活性越高。這是由于熔點越低,在氣化溫度下流動性越好,越容易擴散到反應體系且活性點增加。眾多研究表明復合催化劑的工業化前景較好, 但是催化劑回收重復利用是其經濟性生產的關鍵。1.2.3 可棄性催化劑 可棄催化劑是指一種經工業催化應用后無須回收而直接廢棄的

9、催化劑。煤催化氣化的可棄催化劑主要包括生物質灰、 工業廢堿液、 工業廢固堿、 硫鐵礦渣、 轉爐赤泥等。廉價及高效催化劑的來源是煤催化氣化的研究熱點。可棄催化劑作為一種加速煤氣化反應的有效與廉價催化劑, 逐漸引起研究者的注意。可棄催化劑在煤氣化后不必回收,從而省去催化劑回收環節。可以作為煤氣化催化劑的工業廢料很多, 有效物質的含量不盡相同,催化效率差異很大。包括鋸末、 農作物秸稈、 稻殼等在內的生物質也對煤氣化有催化作用, 因此, 也可以用生物質作為催化劑進行煤催化氣化研究。一旦催化效率研究得到突破, 可棄催化劑將為煤催化氣化的工業化創造良好的條件。1.3 變換在本工段將氣體中的CO部分變換成H

10、2。本工段的化學反應為變換反應，以下列方程式表示：CO+H2OH2+CO2由氣化碳洗塔來的粗水煤氣經氣液分離器分離掉氣體夾帶的水分后，進入氣體過濾器除去雜質，然后分成兩股，一部分（約為54%）進入原料氣預熱器與變換氣換熱至305左右進入變換爐，與自身攜帶的水蒸汽在耐硫變換催化劑作用下進行變換反應，出變換爐的高溫氣體經蒸汽過熱器與甲醇合成及變換副產的中壓蒸汽換熱、過熱中壓蒸汽，自身溫度降低后在原料氣預熱器與進變換的粗水煤氣換熱，溫度約335進入中壓蒸汽發生器，副產4.0MPa蒸汽，溫度降至270之后，進入低壓蒸汽發生器溫度降至180，然后進入脫鹽水加熱器、水冷卻器最終冷卻到40進入低溫甲醇洗1#

11、吸收系統。另一部分未變換的粗水煤氣，進入低壓蒸汽發生器使溫度降至180，副產0.7MPa的低壓蒸汽，然后進入脫鹽水加熱器回收熱量，最后在水冷卻器用水冷卻至40，送入低溫甲醇洗2#吸收系統。氣液分離器分離出來的高溫工藝冷凝液送氣化工段碳洗塔。氣液分離器分離出來的低溫冷凝液經汽提塔用高壓閃蒸氣和中壓蒸汽汽提出溶解在水中的CO2、H2S、NH3后送洗滌塔給料罐回收利用；汽提產生的酸性氣體送往火炬。1.4 低溫甲醇洗本工段采用低溫甲醇洗工藝脫除變換氣中CO2、全部硫化物、其它雜質和H2O。2、合成氣制甲醇2.1 甲醇合成經甲醇洗脫硫脫碳凈化后的產生合成氣壓力約為5.6MPa，與甲醇合成循環氣混合，經甲

12、醇合成循環氣壓縮機增壓至6.5MPa，然后進入冷管式反應器（氣冷反應器）冷管預熱到235，進入管殼式反應器（水冷反應器）進行甲醇合成，CO、CO2和H2在Cu-Zn催化劑作用下，合成粗甲醇，出管殼式反應器的反應氣溫度約為240，然后進入氣冷反應器殼側繼續進行甲醇合成反應，同時預熱冷管內的工藝氣體，氣冷反應器殼側氣體出口溫度為250，再經低壓蒸汽發生器，鍋爐給水加熱器、空氣冷卻器、水冷器冷卻后到40，進入甲醇分離器，從分離器上部出來的未反應氣體進入循環氣壓縮機壓縮，返回到甲醇合成回路。一部分循環氣作為弛放氣排出系統以調節合成循環圈內的惰性氣體含量，合成弛放氣送至膜回收裝置，回收氫氣，產生的富氫氣

13、經壓縮機壓縮后作為甲醇合成原料氣；膜回收尾氣送至甲醇蒸汽加熱爐過熱甲醇合成反應器副產的中壓飽和蒸汽（2.5MPa），將中壓蒸汽過熱到400。粗甲醇從甲醇分離器底部排出，經甲醇膨脹槽減壓釋放出溶解氣后送往甲醇精餾工段。系統弛放氣及甲醇膨脹槽產生的膨脹氣混合送往工廠鍋爐燃料系統。甲醇合成水冷反應器副產中壓蒸汽經變換過熱后送工廠中壓蒸汽管網。2.2 甲醇精餾從甲醇合成膨脹槽來的粗甲醇進入精餾系統。精餾系統由預精餾塔、加壓塔、常壓塔組成。預精餾塔塔底出來的富甲醇液經加壓至0.8MPa、80，進入加壓塔下部，加壓塔塔頂氣體經冷凝后，一部分作為回流，一部分作為產品甲醇送入貯存系統。由加壓塔底出來的甲醇溶液

14、自流入常壓塔下塔進一步蒸餾，常壓塔頂出來的回流液一部分回流，一部分作為精甲醇經泵送入貯存系統。常壓塔底的含甲醇的廢水送入磨煤工段作為磨煤用水。在常壓塔下部設有側線采出，采出甲醇、乙醇和水的混合物，由汽提塔進料泵送入汽提塔，汽提塔塔頂液體產品部分回流，其余部分作為產品送至精甲醇中間槽或送至粗甲醇貯槽。汽提塔下部設有側線采出，采出部分異丁基油和少量乙醇,混合進入異丁基油貯槽。汽提塔塔底排出的廢水，含少量甲醇，進入沉淀池，分離出雜醇和水，廢水由廢水泵送至廢水處理裝置。中間罐區：甲醇精餾工序臨時停車時，甲醇合成工序生產的粗甲醇，進入粗甲醇貯罐中貯存。甲醇精餾工序恢復生產時，粗甲醇經粗甲醇泵升壓后送往甲

15、醇精餾工序。甲醇精餾工序生產的精甲醇，進入甲醇計量罐中。經檢驗合格的精甲醇用精甲醇泵升壓送往成品罐區甲醇貯罐中貯存待售。2.3 空分裝置本裝置工藝為分子篩凈化空氣、空氣增壓、氧氣和氮氣內壓縮流程，帶中壓空氣增壓透平膨脹機，采用規整填料分餾塔，全精餾制氬工藝。原料空氣自吸入口吸入，經自潔式空氣過濾器除去灰塵及其它機械雜質。過濾后的空氣進入離心式空壓機經壓縮機壓縮到約0.57MPa(A)，然后進入空氣冷卻塔冷卻。冷卻水為經水冷塔冷卻后的水。空氣自下而上穿過空氣冷卻塔，在冷卻的同時，又得到清洗。經空冷塔冷卻后的空氣進入切換使用的分子篩純化器空氣中的二氧化碳、碳氫化合物和水分被吸附。分子篩純化器為兩只

16、切換使用，其中一只工作時，另一只再生。純化器的切換周期約為4小時，定時自動切換。凈化后的空氣抽出一小部分，作為儀表空氣和工廠空氣。其余空氣分成兩股，一股直接進入低壓板式換熱器，從換熱器底部抽出后進入下塔。另外一股進入空氣增壓機。經過空氣增壓機的中壓空氣分成兩部分，一部分進入高壓板式換熱器，冷卻后進入低溫膨脹機，膨脹后空氣進入下塔精餾。另一部分中壓空氣經過空氣增壓機二段壓縮為高壓空氣，進入高壓板式換熱器，冷卻后經節流閥節流后進入下塔。空氣經下塔初步精餾后，獲得富氧液空、低純液氮、低壓氮氣，其中富氧液空和低純液氮經過冷器過冷后節流進入上塔。經上塔進一步精餾后，在上塔底部獲得液氧，并經液氧泵壓縮后進

17、入高壓板式換熱器，復熱后出冷箱，進入氧氣管網。在下塔頂部抽取的低壓氮氣，進入高壓板式換熱器，復熱后送至全廠低壓氮氣管網。從上塔上部引出污氮氣經過冷器、低壓板式換熱器和高壓板式換熱器復熱出冷箱后分成兩部分：一部分進入分子篩系統的蒸汽加熱器，作為分子篩再生氣體，其余污氮氣去水冷塔。從上塔中部抽取一定量的氬餾份送入粗氬塔，粗氬塔在結構上分為兩段，第二段氬塔底部的回流液經液體泵送入第一段頂部作為回流液，經粗氬塔精餾得到99.6?Ar，2ppmO2的粗氬，送入精氬塔中部，經精氬塔精餾在精氬塔底部得到純度為99.999%Ar的氬作為產品抽出送入進貯槽。3、甲醇制烯烴在一定條件（溫度、壓強和催化劑）下，甲醇

18、蒸汽先脫水生成二甲醚，然后二甲醚與原料甲醇的平衡混合物氣體脫水繼續轉化為以乙烯、丙烯為主的低碳烯烴；少量 C2= C5= 的低碳烯烴由于環化、脫氫、氫轉移、縮合、烷基化等反應進一步生成分子量不同的飽和烴、芳烴、C6 烯烴及焦炭。3.1 反應方程式整個反應過程可分為兩個階段：脫水階段、裂解反應階段1. 脫水階段2CH3OHCH3OCH3H2O Q2. 裂解反應階段該反應過程主要是脫水反應產物二甲醚和少量未轉化的原料甲醇進行的催化裂解反應，包括：主反應（生成烯烴）nCH3OH CnH2nnH2O QnCH3OCH3 2CnH2nnH2O Qn 2 和3（主要），4 、5 和6（次要）以上各種烯烴產

19、物均為氣態。副反應（生成烷烴、芳烴、碳氧化物并結焦）（n1）CH3OH CnH2n2C（n1）H2O Q（2n1）CH3OH 2CnH2n2CO2nH2O Q（3 n1）CH3OH 3CnH2n2CO2(3n1)H2O Q n 1 ，2 ，3 ，4 ，5n CH3OCH3 CnH2n-63 H2n H2O Qn 6 ,7 , 8以上產物有氣態（CO 、H2 、H2O 、CO2 、CH4等烷烴、芳烴等）和固態（大分子量烴和焦炭）之分。3.2 反應機理有關反應機理研究已有專著論述, 其中代表性的理論如下:1.氧合內合鹽機理該機理認為, 甲醇脫水后得到的二甲醚與固體酸表面的質子酸作用形成二甲基氧合離

20、子, 之后又與另一個二甲醚反應生成三甲基氧合內氧鹽。接著, 脫質子形成與催化劑表面相聚合的二甲基氧合內合鹽物種。該物種或者經分子內的Stevens重排形成甲乙醚, 或者是分子間甲基化形成乙基二甲基氧合離子。兩者都通過2消除反應生成乙烯, 詳見圖3.2.1合內合鹽機理示意圖2.碳烯離子機理在沸石催化劑酸、堿中心的協同作用下, 甲醇經2消除反應水得到碳烯(CH2),然后通過碳烯聚合反應或者是碳烯插入甲醇或二甲醚分子中即可形成烯烴。3.串連型機理該機理可用下式表示:2C1C2H4+ H2OC2H4+ C1C3H6C3H6+ C1C4H8式中C1 來自甲醇, 并通過多步加成生成各種烯烴。4.平行型機理

21、該機理是以SAPO-34 為催化劑, 以甲醇進料的C13標記和來自乙醇的乙烯C12標記跟蹤而提出的,其機理見圖3.2.4。圖3.2.4 平行型機理示意圖3.3 甲醇制烯烴催化劑的選擇甲醇轉化制烯烴所用的催化劑以分子篩為主要活性組分,以氧化鋁、氧化硅、硅藻土、高嶺土等為載體,在黏結劑等加工助劑的協同作用下, 經加工成型、烘干、焙燒等工藝制成分子篩催化劑, 分子篩的性質、合成工藝、載體的性質、加工助劑的性質和配方、成型工藝等各素對分子篩催化劑的性能都會產生影響。一.分子篩催化劑的研究早期甲醇轉化制烯烴的研究主要以ZSM-5等中孔分子篩作為催化劑。由于這些分子篩的孔徑相對較大, 得到的主要產物為丙烯

22、及C +4 烴類,同時芳烴的含量較高。以此為基礎發展了以Lurgi公司為主的甲醇制丙烯的MTP工藝。1984年, UC公司發明了孔徑更小的硅磷鋁非沸石分子篩(簡稱SAPO分子篩)。這類分子篩的孔徑比ZSM-5分子篩更小( 0.4 nm 左右),用于甲醇轉化制烯烴,產物中乙烯、丙烯等低碳烯烴的含量顯著增加, C+5 組分的含量顯著減少,且幾乎沒有芳烴生成。由此發展成了以UOP公司和Norsk Hydro公司為主的甲醇制烯烴(MTO)技術。ExxonMobil公司曾是甲醇制烯烴研究的發明者,但后來一度停止研究。近年來又開始進入該領域并做了大量工作,并將以前主要以甲醇或二甲醚為原料的工藝擴展到其他低

23、碳醇、醚、酮、酯等化合物,使用SAPO-34分子篩為催化劑, 提出了含氧化合物制烯烴的OTO工藝。分子篩的研究主要集中在20 世紀80 年代和90年代。近年來, 對于分子篩的合成和改性還在進行研究,但研究的力度明顯降低,發表文章和申請專利的數量也顯著下降。模板劑是分子篩合成的重要物質, 也是影響分子篩的性質和制備成本的主要因素。通常采用有機堿類,尤其是季銨堿類, 如四丙基氫氧化銨、四乙基氫氧化銨分別是合成ZSM-5和SAPO-34分子篩最優選的模板劑,但由于有機堿類的價格較高,因此長期以來改用便宜的模板劑或少用模板劑是分子篩合成方面的研究重點。Dahl等發明了一種從固體多孔含磷鋁的物質出發制備

24、SAPO系列分子篩的方法。將含硅的活性前體、水和模板劑配制成溶液,填充于上述多孔含磷鋁物質的孔中,然后在水熱條件下進行結晶,得到SAPO 系列分子篩。該方法的特點為:模板劑的用量較少并可以使用較便宜的胺代替傳統的四乙基氫氧化銨;水的用量少, 因此反應器體積小, 合成效率高,產物可以通過過濾的方法回收和洗滌;液體在多孔物質的孔中,接觸面積大、充分,結晶快且不用攪拌。因此得到的分子篩的粒徑小, 一般在0.21.0m(傳統方法制備的分子篩的粒徑為0.53.0m );硅鋁比在大范圍內可調, 可同時得到SA PO-18SAPO-34分子篩的混合物。如將2.0g硅源加到8.0gAlPO (磷鋁非沸石分子篩

25、)多孔物質中,然后加入14 g質量分數為35%的四乙基氫氧化銨和5g水, 充分混合后加入0.35gHCl溶液,在210時放置72h結晶,得到純凈的SAPO-34分子篩。Guth等用嗎啉和HF作模板劑成功合成了SAPO-34分子篩。Cao等避開高毒性的HF,用可以在系統中釋放出F-的化合物(如NH4PF6和NaPF6 等)作為輔助模板劑也成功地合成了硅含量低的SAPO 系列分子篩。分子篩的粒徑是合成分子篩催化劑的一個重要因素,一般小粒徑的分子篩由于孔道短,內擴散的行程短,有利于提高分子篩催化劑的表觀活性和乙烯、丙烯的選擇性。Machteld等報道了一種專門制備小粒徑SAPO分子篩的方法。采用傳統

26、水熱法合成分子篩:先將硅源溶于有機堿形成溶液,然后再與其他物料混合。如將硅溶膠(質量分數為40%的水溶液)先與四乙基氫氧化銨(質量分數為35%的水溶液)混合,加熱到100 保持12 h形成溶液,然后再加入鋁源、磷酸、二丙胺(DPA)等,在175晶化96h,得到的SA PO 分子篩50%粒子的粒徑小于700 nm,只有10%粒子的粒徑大于1.2m。當不使用DPA時,同樣的條件下得到的SAPO分子篩50%粒子的粒徑小于50 nm,只有10%粒子的粒徑大于100 nm。這一結果是近年來在小粒徑分子篩合成方面取得的最好結果。研究甲醇轉化制烯烴的新型更有效的分子篩催化劑一直是本領域的一個探索方向。在這方

27、面,Cao等合成了具有AEI結構的硅鋁分子篩、具有CHA 結構的硅鋁分子篩、同時含有AEI和CHA結構的分子篩,并將其用于甲醇轉化制低碳烯烴的催化劑,均取得了一定的結果。如以一種具有AEI結構、硅與鋁摩爾比為532的分子篩為催化劑,當溫度為540、氮氣為稀釋氣、進料甲醇的質量分數為85%、空速100 h - 1時, 乙烯、丙烯的選擇性分別為26.5%和48.6%。以一種具有CHA 結構、硅與鋁摩爾比為350 的分子篩為催化劑(反應條件同上) ,乙烯和丙烯的選擇性分別達到39.5%和34.6%。這些反應結果已經基本達到了SAPO-34分子篩催化劑的催化水平,而且這些分子篩是純硅鋁分子篩,克服了S

28、APO 分子篩的一些缺點。因此,這類分子篩具有一定的發展空間。3.4 甲醇制烯烴工藝流程及主要設備3.4.1主要操作條件 在高選擇性催化劑上，MTO 發生兩個主反應： 2CH3OH C2H4+2H2O H= -11.72kJ/mol 3CH3OH C3H6+3H2O H= -30.98kJ/mol 反應溫度：400-500 反應壓力：0.1-0.3MPa 再生溫度：600-700 再生壓力：0.1-0.3MPa 催化劑： D803C-II01 反應器類型：流化床反應器 3.4.2工藝概述 MTO 工藝由甲醇轉化烯烴單元和輕烯烴回收單元組成， 在甲醇轉化單元中通過流化床反應器將甲醇轉化為烯烴，再

29、進入烯烴回收單元中將輕烯烴回收，得到主產品乙烯、丙烯，副產品為丁烯、C5以上組分和燃料氣。轉化工藝流程說明 （附工藝流程圖，見附圖1）附圖1：甲醇轉化烯烴工藝流程圖附圖2：烯烴回收工藝流程圖MTO工藝是將甲醇轉化為輕烯烴(主要是乙烯和丙烯)的氣相流化床催化工藝。MTO單元由進料汽化和產品急冷區，反應/再生區，蒸汽發生區，燃燒空氣和廢氣區幾部分組成。 進料汽化和產品急冷區 進料汽化和產品急冷區由甲醇進料緩沖罐，進料閃蒸罐，洗滌水汽提塔，急冷塔，產品分離塔和產品/水汽提塔組成。 來自于甲醇裝置的甲醇經過與汽提后的水換熱，在中間冷凝器中部汽化后進入進料閃蒸罐，然后進入汽化器汽化，并用蒸汽過熱后送入

30、MTO 反應器。反應器出口物料經冷卻后送入急冷塔。 閃蒸罐底部少量含水物料進入氧化物汽提塔中。一些殘留的甲醇被汽提返回到進料閃蒸罐。 急冷塔用水直接冷卻反應后物料，同時也除去反應產物中的雜質。水是 MTO 反應的產物之一，甲醇進料中的大部分氧轉化為水。MTO 反應產物中會含有極少量的醋酸，冷凝后回流到急冷塔。為了中和這些酸，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量，由急冷塔底抽出廢水，送到界區外的水處理裝置。 急冷塔頂的氣相送入產品分離器中。產品分離器頂部的烯烴產品送入烯烴回收單元，進行壓縮，分餾和凈化。自產品分離器底部出來的物料送入水汽提塔，殘留的輕烴被汽提出來，在中間冷凝

31、器中與新鮮進料換熱后回到產品分離器。汽提后底部的凈產品水與進料甲醇換熱冷卻到環境溫度，被送到界區外再利用或處理。洗滌水汽提塔底主要是純水，送到輕烯烴回收單元以回收 MTO 生成氣中未反應的甲醇。水和回收的甲醇返回到氧化物汽提塔，在這里甲醇和一些被吸收的輕質物被汽提，送入進料閃蒸罐。汽提后的水返回氧化物汽提塔。 流化催化反應和再生區 MTO 的反應器是快速流化床型的催化裂化設計。反應實際在反應器下部發生，此部分由進料分布器，催化劑流化床和出口提升器組成。反應器的上部主要是氣相與催化劑的分離區。在反應器提升器出口的初級預分離之后，進入多級旋風分離器和外置的三級分離器來完成整個分離。分離出來的催化劑

32、繼續通過再循環滑閥自反應器上部循環回反應器下部，以保證反應器下部的催化劑層密度。反應溫度通過催化劑冷卻器控制。催化劑冷卻器通過產生蒸汽吸收反應熱。蒸汽分離罐和鍋爐給水循環泵是蒸汽發生系統的一部分。MTO 過程中會在催化劑上形成積碳。因此，催化劑需連續再生以保持理想的活性。烴類在待生催化劑汽提塔中從待生催化劑中汽提出來。待生催化劑通過待生催化劑立管和提升器送到再生器。MTO 的再生器是鼓泡床型，由分布器（再生器空氣）、催化劑流化床和多級旋風分離器組成。催化劑的再生是放熱的。焦碳燃燒產生的熱量被再生催化劑冷卻器中產生的蒸汽回收。催化劑冷卻器是后混合型。調整進出冷卻器的催化劑循環量來控制熱負荷。而催

33、化劑的循環量由注入冷卻器的流化介質（松動空氣）的量控制。蒸汽分離罐和鍋爐給水循環泵包括在蒸汽發生系統。除焦后的催化劑通過再生催化劑立管回到反應器。再生空氣和廢氣區 再生空氣區由主風機、直接燃燒空氣加熱器和提升風機組成。主風機提供的助燃空氣經直接燃燒空氣加熱器后進入再生器。直接燃燒空氣加熱器只在開工時使用，以將再生器的溫度提高到正常操作溫度。 提升風機為再生催化劑冷卻器提供松動空氣，還為待生催化劑從反應器轉移到再生器提供提升空氣。提升空氣需要助燃空氣所需的較高壓力。通常認為用主風機提供松動風和提升空氣的設計是不經濟的。然而，如果充足的工藝空氣可以被利用來滿足松動風和提升風的需要，可以不用提升風機

34、。廢氣區由煙氣冷卻器，煙氣過濾器和煙囪組成。來自再生器的煙氣在煙氣冷卻器發生高壓蒸汽，回收熱量。出冷卻器的煙氣進入煙氣過濾器，除去其中的催化劑顆粒。出過濾器的煙氣由煙囪排空。為了減少催化劑損失，從煙氣過濾器回收的物料進入廢氣精分離器。分離器將回收的催化劑分為兩類。較大的顆粒循環回 MTO 再生器。較小的顆粒被處理掉。3.4.3輕烯烴回收工藝流程說明（附工藝流程圖，見附圖2）進入輕烯烴回收單元（LORP）的原料是來自 MTO 單元的氣相。LORP單元的目的是壓縮，冷凝，分離和凈化有價值的輕烯烴產品（通常指乙烯和丙烯）。LORP 單元由以下幾部分組成：壓縮，二甲醚回收，水洗，堿洗，干燥，乙炔變換，

35、分餾，丙烯冷卻和一個氧化物回收單元（ORU）。 壓縮區 壓縮區由 MTO 產品壓縮機，級間吸入罐和級間冷卻器組成。在接近周圍環境溫度、壓力下，MTO 的氣體物流送入 LORP單元的壓縮部分。為了回收烯烴產品，首先將操作壓力提高到能濃縮和通過分餾來分離的壓力等級水平是非常必要的。 MTO 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。由水和溶解的輕烴組成的級間冷凝物計量后通過級間罐回到上一級吸入罐。純冷凝物被泵回到MTO 單元。二甲醚回收區來自于最后一級壓縮機冷卻器的流出物送入二甲醚汽提負荷罐。在這里液態烴和水相是同時存在的。在二甲醚汽提負荷罐中兩液相從烴類氣相中分離出來。二甲醚在兩相態中都存在。二甲醚如返回 MTO 單元反應器可轉化為有價值烯烴。因此將二甲醚從輕烴中回收。液態烴被泵送到二甲醚汽提塔。二甲醚從液態烴中汽提出來并回到壓縮機最后一級的級間冷卻器。二甲醚汽提塔的純塔底物冷卻到環境溫度后送入水洗區。 出二甲醚汽提負荷罐的氣相去氧化物吸收塔。在氧化物吸收塔中來自于 MTO 單元的水用于吸收產品氣相中的二甲醚。帶有二甲醚的水回到 MTO 單元。水洗