甲醇制烯烃工艺技术设备选型.docx
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甲醇制烯烃工艺技术设备选型
一.MTO工艺流程及主要设备
现以采用大连化物所的DMTO技术，规模为100kt/a的甲醇制烯烃项目
为例，详细介绍MTO工艺流程及主要设备。
1.主要工艺流程
1.1主要操作条件
在高选择性催化剂上，MTO发生两个主反应：
2CH3OH→C2H4+2H2O△H=-11.72kJ/mol
3CH3OH→C3H6+3H2O△H=-30.98kJ/mol
反应温度：
400-500℃
反应压力：
0.1-0.3MPa
再生温度：
600-700℃
再生压力：
0.1-0.3MPa
催化剂：
D803C-II01
反应器类型：
流化床反应器
2.2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
中通过流化床反应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以上组分和燃料气。
1.3转化工艺流程说明（附工艺流程图，见附图
1）
附图1：
甲醇转化烯烃工艺流程
图
附图2：
烯烃回收工艺流程
图
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，反应/再生区，蒸汽发生区，
燃烧空气和废气区几部分组成。
①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
料闪蒸罐，洗涤水汽提
塔，急冷塔，产品分离塔和产品/水汽提塔组成。
来自于甲醇装置的甲醇经
过与汽提后的水换热，在中间冷凝器中部汽
化后进入进料闪蒸罐，然后进入汽化器汽化，并用蒸汽过热后送入MTO反应
器。
反应器出口物料经冷却后送入急冷塔。
闪蒸罐底部少量含水物料进入氧化物汽提塔中。
一些残留的甲醇被汽
提返回到进料闪蒸罐。
急冷塔用水直接冷却反应后物料，同时也除去反应产物中的杂质。
水
是MTO反应的产物之一，甲醇进料中的大部分氧转化为水。
MTO反应产物
中会含有极少量的醋酸，冷凝后回流到急冷塔。
为了中和这些酸，在回流
中注入少量的碱（氢氧化钠）。
为了控制回流中的固体含量，由急冷塔底
抽出废水，送到界区外的水处理装置。
急冷塔顶的气相送入产品分离器中。
产品分离器顶部的烯烃产品送入
烯烃回收单元，进行压缩，分馏和净化。
自产品分离器底部出来的物料送
入水汽提塔，残留的轻烃被汽提出来，在中间冷凝器中与新鲜进料换热后
回到产品分离器。
汽提后底部的净产品水与进料甲醇换热冷却到环境温
度，被送到界区外再利用或处理。
洗涤水汽提塔底主要是纯水，送到轻烯
烃回收单元以回收MTO生成气中未反应的甲醇。
水和回收的甲醇返回到氧
化物汽提塔，在这里甲醇和一些被吸收的轻质物被汽提，送入进料闪蒸罐。
汽提后的水返回氧化物汽提塔。
②流化催化反应和再生区
MTO的反应器是快速流化床型的催化裂化设计。
反应实际在反应器下
部发生，此部分由进料分布器，催化剂流化床和出口提升器组成。
反应器
的上部主要是气相与催化剂的分离区。
在反应器提升器出口的初级预分离
之后，进入多级旋风分离器和外置的三级分离器来完成整个分离。
分离出
来的催化剂继续通过再循环滑阀自反应器上部循环回反应器下部，以保证
反应器下部的催化剂层密度。
反应温度通过催化剂冷却器控制。
催化剂冷
却器通过产生蒸汽吸收反应热。
蒸汽分离罐和锅炉给水循环泵是蒸汽发生
系统的一部分。
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。
烃类在待生催化剂汽提塔中从待生催化剂中汽提出来。
待生
催化剂通过待生催化剂立管和提升器送到再生器。
MTO的再生器是鼓泡床
型，由分布器（再生器空气）、催化剂流化床和多级旋风分离器组成。
催
化剂的再生是放热的。
焦碳燃烧产生的热量被再生催化剂冷却器中产生的
蒸汽回收。
催化剂冷却器是后混合型。
调整进出冷却器的催化剂循环量来
控制热负荷。
而催化剂的循环量由注入冷却器的流化介质（松动空气）的
量控制。
蒸汽分离罐和锅炉给水循环泵包括在蒸汽发生系统。
除焦后的催
化剂通过再生催化剂立管回到反应器。
③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应器转移到再生器
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，
除去其中的催化剂颗粒。
出过滤器的烟气由烟囱排空。
为了减少催化剂损失，
从烟气过滤器回收的物料进入废气精分离器。
分离器将回收的催化剂分为两
类。
较大的颗粒循环回MTO再生器。
较小的颗粒被处理掉。
1.4轻烯烃回收工艺流程说明（附工艺流程图，见附图2）进入轻烯烃
回收单元（LORP）的原料是来自MTO单元的气相。
LORP
单元的目的是压缩，冷凝，分离和净化有价值的轻烯烃产品（通常指乙烯和
丙烯）。
LORP单元由以下几部分组成：
压缩，二甲醚回收，水洗，碱洗，干
燥，乙炔变换，分馏，丙烯冷却和一个氧化物回收单元（ORU）。
①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单元的压缩部分。
为了回
收烯烃产品，首先将操作压力提高到能浓缩和通过分馏来分离的压力等级
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。
纯冷凝物被泵回到MTO单
元。
②二甲醚回收区来自于最后一级压缩机冷却器的流出物送入二甲醚汽提
负荷罐。
在这
里液态烃和水相是同时存在的。
在二甲醚汽提负荷罐中两液相从烃类气相
中分离出来。
二甲醚在两相态中都存在。
二甲醚如返回MTO单元反应器可
转化为有价值烯烃。
因此将二甲醚从轻烃中回收。
液态烃被泵送到二甲醚
汽提塔。
二甲醚从液态烃中汽提出来并回到压缩机最后一级的级间冷却器。
二甲醚汽提塔的纯塔底物冷却到环境温度后送入水洗区。
出二甲醚
MTO单元
汽提负荷罐的气相去氧化物吸收塔。
在氧化物吸收塔中来自于
的水用于吸收产品气相中的二甲醚。
带有二甲醚的水回到MTO单元。
③水洗区二甲醚回收以后，气相和液态的烃中还含有残留的甲醇。
用水
来回收
这些物流中的甲醇。
吸收水在LORP单元和MTO单元的洗涤水汽提塔间循环
MTO的液态烃产品在水洗塔中洗涤。
甲醇被吸收后，液体送入LORP单元的分
馏区。
MTO的汽相产品送入碱洗区。
来自于水洗塔和氧化物吸收塔的富甲
醇水回到MTO单元。
在MTO洗涤水汽提塔中甲醇从废水中汽提出来循环回
MTO反应器。
④碱洗区
MTO气相产品中的二氧化碳产物在碱洗塔中脱除。
碱洗塔有三股碱液
回流和一股水回流来脱除残余的碱。
碱洗区包括补充碱和水的中间罐和注
入泵。
废碱脱气后送出界区处理。
二氧化碳脱除后，MTO气相产品被冷却
然后送入干燥区。
⑤干燥区
MTO的气体产物需干燥处理，为下游的低温工段做准备。
干燥区由两个
MTO产品干燥器和再生设备组成。
干燥器用分子筛脱水。
来自于LORP单元
的轻质气体用于再生干燥剂。
再生设备由再生加热器，再生冷却器和再生
分离罐组成。
脱水后，再生的气体混入燃料气系统。
干燥后的反应气送入
分馏区的脱乙烷塔。
脱乙烷塔的塔顶气压缩后送入乙炔转换区。
⑥乙炔转换区
脱乙烷塔顶气中包含C2和更轻的物料。
物流中的副产物乙炔被选择加
氢转化为乙烯。
乙炔转化是气相催化工艺。
这个区由两个乙炔转换塔和一
个防护床组成。
进料加热器包括在内，用来调整反应的选择性。
下游防护
床从转换塔流出物中脱除痕迹的副产物。
防护床与MTO的产品干燥
器共用同一干燥气再生系统。
转换塔的气相再生设备包括在此区中。
乙炔
转换区的物流冷却后送入脱乙烷塔顶冷凝器。
⑦分馏区
分馏区由脱乙烷塔，脱甲烷塔，C2分离塔，脱丙烷塔，C3分离塔和脱
丁烷塔组成。
在压缩，氧化物回收，碱洗和干燥之后，MTO产品气冷却后
进入脱乙烷塔。
脱乙烷塔顶产品是混合的C2组分。
由丙烷和更重的烃类组
成的脱乙烷塔底物送入脱丙烷塔。
脱乙烷塔顶物压缩后送入乙炔转换单元。
来自于脱乙烷塔接收器的净气相产品送入甲烷塔进料冷冻器。
脱甲烷塔从混合C2物流中脱除轻杂质（包括甲烷，氢和惰性气体）。
脱
甲烷塔顶物送去做燃料气。
脱甲烷塔底物送入C2分离塔。
在C2分离塔中乙
烯产品从乙烷中分离出来。
分离塔顶的纯物质送入乙烯储罐。
塔底物蒸发，
加热后并入燃料气系统。
脱乙烷塔塔底物流进入脱丙烷塔。
混合的C3组分在脱丙烷塔中与较重
的C4以上物料分离。
脱丙烷塔顶物送入氧化物回收单元（ORU）。
采用液相
吸收工艺脱除痕量的氧化物。
ORU包括惰性气体再生设备。
脱丙烷塔塔顶物
在ORU单元处理后，送入C3分离塔。
脱丙烷塔底物送入脱丁烷塔。
在C3分
离塔中丙烯与丙烷分离。
塔顶物泵送储存。
分离塔塔底饱和的丙烷产品汽化
后混入燃料气系统。
脱丁烷塔（如果需要）从戊烷和更重的烃类中分离出丁烷。
脱丁烷塔
的进料是脱丙烷塔底物和水洗塔产品的混合物。
脱丁烷塔的塔顶和塔底产
品送去储存。
⑧丙烯制冷区
LORP单元浓缩和分离轻烃需要在低温、高压条件下操作。
用丙烯产品
做制冷剂。
丙烯制冷区由多级离心式丙烯制冷压缩机和一个丙烯缓冲罐组成。
LORP单元中多个冷却器，冷凝器和再沸器都是用丙烯做制冷剂。
2.装置消耗指标
2.1.原材料消耗定额
表3-1原材料消耗定额
2.2公用工程消耗定额
表3-2公用工程消耗定额
2.3装置物料平衡本装置的原料为甲醇，产品为乙烯、丙烯，主要副产品
为丁烯、C5以
上产品、燃料气。
装置物料平衡见表3-3。
表3-3装置物料平衡表
3.主要设备
本装置主要设备包括：
分离设备、反应器、再生器等。
本装置的设备
数量较多，压力均较低，少部分设备使用温度较高。
大部分设备材料为碳
钢，部分使用温度较高设备，采用ASME347H材料，少部分设备带有衬里，
另有少量板式换热器采用钛材及铝材。
（1）反应器
反应器是本项目的关键设备，体积大，结构复杂，设计温度较高，对
制造工艺要求高，其中部分内件需进口，设备外壳须采用耐热不绣钢材料
347H，外壳可与专利商协商国内制造。
属超限设备，需现场制造。
（2）再生器
再生器是本项目关键的设备，体积大，结构复杂，设计温度较高，其
中须用耐火材料衬里，对制造工艺要求高，其中部分内件需进口，设备外壳
可国内制造。
属超限设备，需现场制造。
（3）重要泵类、压缩机及其他机械设备本项目涉及的泵类、压缩机及
其他机械设备，能国内采购的，尽量国
内采购，不能国内采购的，从国外引进。
主要设备见
表3-4
表3-4设备一览表
序号
设备名称
设备规格
内件
设计条件温度℃
压力kPa
材料
单位
数量
备注
1
反应器
上部Ф9578x10500
下部Ф7814x17000
570/570
345/458
A240型347H
台
2
内置旋风分离器，原料分布
器，内部有抗磨损衬套
2
再生器
上部Ф6721x9500下
部Ф5335x6100
788/343
345/418
脱氧碳钢内
置件304
台
2
内置旋风分离器、空气分布
器、四个燃烧油枪组件
3
待生催化剂汽提塔
Ф1059x6348
570
422
A240型347H
台
2
九层塔盘，6管蒸汽分布器
4
再生催化剂汽提塔
Ф1237x3625
343
418
脱氧碳钢
台
2
三层塔盘，内件为304
5
氧化物汽提塔
Ф1092x19900
Ф3025x19900
筛板塔
170
500
碳钢
台
2
底部4030ID×5100TL容
器
6
洗涤水汽提塔
Ф756x9100
筛板塔
170
550
碳钢
台
2
7
急冷塔
Ф5629x13900
浮阀塔
340
400
碳钢
台
2
8
产品分离塔
Ф6889x15000
浮阀塔
135
350
碳钢
台
2
9
水汽提塔
Ф2353x15900
筛板塔
160
400
碳钢
台
2
10
二甲醚汽提塔
Ф1092x20200
175
2400
碳钢
台
2
11
氧化物吸收塔
上部Ф1512x24100
下部Ф2520x24100
120
2300
碳钢
台
2
12
碱洗塔
Ф1680x40000
120
2300
碳钢
台
2
13
水洗塔
Ф840（内径）x16000
145
2400
碳钢
台
2
14
脱乙烷塔
Ф2016x32600
筛板塔
120
1850
18Cr-8NiTP,304
台
2
42层塔盘，材质304不锈钢
15
脱甲烷塔
上部Ф1512x39900
上部Ф1932x39900
筛板塔
120
4900
18Cr-8NiTP,304
台
2
上部10层，下部44层
16
脱丙烷塔
Ф1932x34900
筛板塔
145
2500
碳钢
台
2
42层塔盘，材质碳钢
17
脱丁烷塔
Ф1260x30500
筛板塔
145
800
碳钢
台
2
40层塔盘，材质碳钢
18
C2分离塔
Ф2689x38300
UOPMD
120
2300
18Cr-8NiTP304
台
2
84层塔盘，材质为304
19
C3分离塔
Ф4285x62800
UOPMD
120
1400
碳钢
台
2
134层塔盘，碳钢
20
乙炔变换塔
Ф2512x4600
185
4900
脱氧碳钢
台
2
二.MTP工艺流程及主要设备
以鲁奇公司的MTP技术为例，简单介绍MTP工艺流程和主要设备。
1.
工艺流程
Lurgi公司开发的固定床MTP工艺流程如图3-5所示。
该工艺同样将甲
醇首先脱水为二甲醚。
然后将甲醇、水、二甲醚的混合进入第一个MTP反应
器,同时还补充水蒸汽。
反应在400～450℃、0.13～0.16MPa下进行,水
蒸汽补充量为0.5～1.0kg/kg甲醇。
此时甲醇和二甲醚的转化率为99%以
上,丙烯为烃类中的主要产物。
为获得最大的丙烯收率,还附加了第二和第三
MTP反应器。
反应出口物料经冷却,并将气体、有机液体和水
分离。
其中气体先经压缩,并通过常用方法将痕量水、CO2和二甲醚分离。
然后,清洁气体进一步加工得到纯度大于97%的化学级丙烯。
不同烯烃含量
的物料返至合成回路作为附加的丙烯来源。
为避免惰性物料的累积,需将少
量轻烃和C4、C5馏分适当放空。
汽油也是本工艺的副产物,水可作
为工艺发生蒸汽,而过量水则可在作专用处理后供农业生产用。
图3-5LurgiMTP工艺流程图
氮气、空气混合物进行就地再生。
Lurgi的MTP工艺,其典型的产物分布为（质量分数）;C2为1.1%:
C2
0=
为1.6%;C3为1.6%;C3为71.0%;C4/Cs为8.5%;C+616.1%;焦炭
<0.01%。
2.主要设备
该工艺的主要设备包括DME预反应器1台，一、二、三段反应器各1台，
丙烯分馏塔，1台等。
第四章甲醇制烯烃工艺路线的选择
具有代表性的甲醇制烯烃技术主要是UOP/HydroMTO技术、大连化物
所DMTO技术、鲁奇MTP技术。
目前，这三项工艺技术已经具备工业化生产
的条件。
一、技术条件
1.MTO技术特点采用流化床反应器和再生器，连续稳定操作；采用专有催化剂，催化
剂需要在线再生，保持活性；甲醇的转化率达100%，低碳烯烃选择性超过
85%，主要产物为乙烯和丙烯；可以灵活调节乙烯/丙烯的比例；乙烯和丙
烯达到聚合级。
2.MTP技术特点采用固定床由甲醇生产丙烯，首先将甲醇转化为二甲醚和水，然后在
三个MTP反应器中进行转化为丙烯。
催化剂系采用南方化学开发的改进
ZSM-5催化剂，有较高的丙烯选择性。
甲醇和DME的转化率均大于99%，对
丙烯的收率则约为71%。
产物中除丙烯外还将有液化石油气、汽油和水。
从技术上讲，MTO和MTP技术已经成熟可行，具备工业化推广的条件。
二、工业化应用现状
目前国内在建的大型煤制烯烃项目对各种技术应用都有。
主要有以下
几个项目：
1.MTO技术应用神华集团包头煤制烯烃项目甲醇制烯烃技术采用国内自主知识产权
DMTO技术。
该项目于2006年12月获得国家发展和改革委员会核准，建设地点位
于在内蒙古自治区包头市。
建设规模为：
180万吨/年煤制甲醇、60万吨/
年甲醇制烯烃、30万吨/年聚乙烯、30万吨/年聚丙烯、4套6万立方米/小
时空分制氧、3套480吨/小时蒸发量的热电站以及辅助生产设施和公用工
程等。
其它主要工艺装置均采用世界先进的煤化工/石油化工技术，包括
GE水煤浆气化技术、德国林德公司低温甲醇洗技术、英国DAVY公司甲醇合
成技术、美国DOW公司聚丙烯技术、美国UNIVATION公司聚乙烯技术等。
计划在2009年底机械竣工，2010年投入运营。
2.MTP技术应用
采用鲁奇MTP技术的项目主要有神华宁煤煤制烯烃项目、大唐国际多
伦煤制烯烃项目。
神华宁煤煤制烯烃项目,于2005年底开工，是宁夏宁东能源化工基地煤
化工基地规划建设的重点项目。
建成后，可年产中间产品甲醇167万吨，
最终产品聚丙烯50万吨，副产汽油18.48万吨、液态燃料4.12万吨。
主要
工艺技术采用德国西门子GSP干煤粉气化工艺，德国鲁奇低温甲醇洗工艺、
甲醇合成工艺和MTP工艺，德国ABB气相聚丙烯工艺。
该项目预计2009年建
成。
大唐国际多伦煤制烯烃项目,该项目建设总规模年产１３８万吨煤基烯
烃（中间产品５００万吨甲醇）。
一期项目年产煤基烯烃４６万吨（中间
产品168万吨甲醇），建设地点位于内蒙古锡林郭勒盟多伦县。
主要采用
壳牌粉煤气化、鲁奇低压甲醇合成、鲁奇MTP丙烯生产工艺、Spheripol聚
丙烯生产工艺等系列生产技术，预计2009年建成。
三.经济性对比
根据神华MTO煤制烯烃项目和大唐MTP煤制烯烃项目的投资和最终产
品方案和当前产品价格，以180万吨甲醇为基础作对比分析，见表4-1
表4-1180万吨甲醇制烯烃经济性对比表
工艺技术
总投资
（亿元）
最终产品
规模
（万吨/年）
平均价格
（吨/元）
销售总和
（万元/年）
MTO
116
聚乙烯
30
10000
647000
聚丙烯
30
9900
丁烯/C5
10
5000
MTP
120
聚丙烯
49
9900
592140
汽油
14
6000
液化气
7.2
3200
四.工艺技术的选择
从最终产品上讲，MTP产品为聚丙烯，副产汽油和液化石油气，其副
产品附加值不高。
MTO产品为聚乙烯、聚丙烯，并且产品比例可根据市场
进行调节，具有良好的市场灵活性。
在MTO技术中，国内的DMTO技术与
UOP/HydroMTO技术工艺技术上基本相同，但DMTO技术专利费和催化剂费
用更具有经济优势,国内在建的大型烯烃项目即将成功应用。
建议选择甲醇制烯烃工艺应对该技术的大型化生产的应用情况、产品
市场定位及专利技术的投资进行综合考虑。
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