甲醇制丙烯(MTP)分離工藝的研究與優(yōu)化

王子宗,劉洪謙，王基銘

(1.中國(guó)石油化工集團(tuán)，北京100029；2.中國(guó)石化工程建設(shè)有限公司，北京100101; 3.華東理工大學(xué)化工學(xué)院，上海200237）

甲醇制丙烯(MTP)分離工藝的研究與優(yōu)化

王子宗1,劉洪謙2*，王基銘3*

(1.中國(guó)石油化工集團(tuán)，北京100029；2.中國(guó)石化工程建設(shè)有限公司，北京100101; 3.華東理工大學(xué)化工學(xué)院，上海200237）

170萬(wàn)t/a甲醇制丙烯（MTP）裝置在設(shè)計(jì)和運(yùn)行時(shí)都出現(xiàn)了諸多問題，分離工藝有待改進(jìn)和提高。本文以170萬(wàn)t/a的MTP裝置為背景，通過脫甲烷塔尾氣回收技術(shù)的篩選，對(duì)前脫乙烷、脫甲烷塔及其尾氣回收系統(tǒng)、脫碳二系統(tǒng)（脫乙烷塔和乙烯精餾塔）熱耦合、吸收劑選擇等工藝進(jìn)行組合、模擬與優(yōu)化，篩選出較為合適的工藝方案：前脫乙烷、組合脫甲烷塔尾氣回收系統(tǒng)、高度熱耦合的脫碳二系統(tǒng)、用前脫乙烷塔底產(chǎn)品作吸收劑等。對(duì)年產(chǎn)丙烯48萬(wàn)噸、乙烯18萬(wàn)噸的MTP裝置而言，采用上述流程時(shí)雙機(jī)功率為20703kW，乙烯損失12.0t/a，丙烯損失2.0t/a。

熱偶合精餾；分離工藝；甲醇制丙烯(MTP)；乙烯；丙烯；優(yōu)化

甲醇制丙烯（MTP）是以煤或天然氣合成的甲醇為原料，生產(chǎn)低碳烯烴的工藝技術(shù)[1-8]。該工藝開辟了由煤炭或天然氣生產(chǎn)基本有機(jī)化工原料的新路線，是最有希望取代或補(bǔ)充傳統(tǒng)的以石油為原料制取烯烴的路線之一，也是實(shí)現(xiàn)天然氣化工及煤化工向石油化工延伸發(fā)展的有效途徑。

世界上3套加工甲醇170萬(wàn)t/a的MTP裝置都建在中國(guó)大陸，均穩(wěn)定在線運(yùn)行，另有多套中小型國(guó)產(chǎn)化MTP裝置處在運(yùn)行或建設(shè)中。170萬(wàn)t/a的MTP裝置均采用魯奇工藝、使用-100℃級(jí)乙烯冷劑和低溫脫甲烷塔回收乙烯，中小型MTP裝置用中冷油吸收法回收丙烯，將脫乙烷塔頂?shù)母蓺猓ɑ虼忠蚁┖吞妓南N經(jīng)疊合制備汽油。

MTP工藝技術(shù)遠(yuǎn)未達(dá)到傳統(tǒng)乙烯工藝的水平，而傳統(tǒng)乙烯裝置的深冷分離技術(shù)不適用于MTP產(chǎn)品氣分離，現(xiàn)有MTP裝置在設(shè)計(jì)和運(yùn)行時(shí)存在諸多不盡人意的地方，有必要對(duì)MTP產(chǎn)品氣分離工藝進(jìn)行篩選和優(yōu)化。

本文以170萬(wàn)t/a的MTP裝置產(chǎn)品氣回收為背景，取產(chǎn)品氣壓縮機(jī)一段入口物料為設(shè)計(jì)依據(jù)，假設(shè)粗乙烯全部進(jìn)入脫乙烷塔及乙烯精餾塔進(jìn)行分離，得到回收聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品，不考慮粗乙烯和碳四返回MTP反應(yīng)器的循環(huán)量，并設(shè)定年操作時(shí)間為8000h。用過程模擬軟件PROII 7.0建立了包括產(chǎn)品氣壓縮、脫丙烷、脫甲烷、脫乙烷、乙烯精餾以及丙烯制冷的模擬模型，分析了前脫乙烷、脫甲烷塔尾氣回收、熱偶合脫碳二系統(tǒng)(脫乙烷塔和乙烯精餾塔)等分離技術(shù)的使用對(duì)MTP產(chǎn)品氣分離工藝雙機(jī)功耗的影響，提出前脫乙烷、組合脫甲烷塔尾氣技術(shù)、熱偶合的脫碳二系統(tǒng)能有效地降低裝置的雙機(jī)功耗、乙烯和吸收劑損失。

1 MTP分離工藝

MTP產(chǎn)品氣具有以下特點(diǎn)：①甲烷、氫氣含量明顯小于傳統(tǒng)石腦油蒸汽熱裂解的甲烷、氫氣含量；②丙烯/乙烯質(zhì)量比(P/E)遠(yuǎn)大于1.0，而傳統(tǒng)石腦油蒸汽熱裂解的P/E只有0.5左右；③含有甲醇、DME等為主的氧化物；④富含碳四重組分(C4+)。

因MTP產(chǎn)品氣P/E遠(yuǎn)大于1，建議使用前脫乙烷流程，其分離工藝主要包括：前脫乙烷、脫甲烷塔及其前冷前冷系統(tǒng)、脫甲烷塔尾氣回收系統(tǒng)和脫碳二系統(tǒng)。

1.1 大型MTP裝置產(chǎn)品氣分離工藝

現(xiàn)運(yùn)行的大型魯奇MTP裝置的分離工藝[1]，其流程由前脫碳四、中壓脫丙烷、中壓脫乙烷、乙烷壓縮、高壓脫甲烷、乙烯精餾、丙烯精餾、丙烯制冷和乙烯制冷等單元組成，如圖1所示。

圖1 魯奇MTP產(chǎn)品氣分離流程Fig.1Lurgi MTP product gas separation process

壓縮、凈化后的產(chǎn)品氣液相進(jìn)入脫丁烷塔7,氣相進(jìn)脫丙烷塔17。脫丁烷塔塔頂物料去脫丙烷塔，脫丙烷塔塔頂物料進(jìn)入脫乙烷塔16。脫乙烷塔塔底物料經(jīng)丙烯塔8得到產(chǎn)品丙烯，脫乙烷塔塔頂物料升壓、冷凝后產(chǎn)生的液相做為回流返回脫乙烷塔,氣相則脫酸后大部分返回反應(yīng)器，一小部分進(jìn)入脫甲烷塔11。脫甲烷塔塔頂尾氣去燃料氣系統(tǒng)，塔釜物料送入乙烯精餾塔12。乙烯精餾塔塔頂?shù)玫骄酆霞?jí)乙烯，塔釜乙烷作為燃料出界區(qū)。脫丙烷塔塔釜物料一部分做為L(zhǎng)PG產(chǎn)品出界區(qū)，剩下部分回反應(yīng)器回?zé)?。脫丁烷塔塔釜產(chǎn)物送入脫碳六塔9，脫碳六塔頂?shù)奶嘉搴吞剂胤磻?yīng)部分回?zé)?，另一部分?jīng)穩(wěn)定塔10處理后做為汽油產(chǎn)品出界區(qū)，脫碳六塔釜液與穩(wěn)定塔釜液做為汽油產(chǎn)品出界區(qū)。該流程采用高壓脫甲烷塔，使用-100℃乙烯冷劑，凝液氣提塔需要中壓蒸汽(MP)做熱源。

1.2 中小型MTP裝置產(chǎn)品氣回收

加工甲醇60萬(wàn)t/a以下的中小型MTP裝置廣泛采用前脫乙烷流程，如圖2所示。壓縮、凈化后的產(chǎn)品氣進(jìn)前脫乙烷塔1，前脫乙烷塔塔頂干氣（粗乙烯）去疊合單元，塔底液相進(jìn)脫丁烷塔7。脫丁烷塔頂部產(chǎn)品去丙烯精制得到合格的丙烯產(chǎn)品，塔底產(chǎn)品進(jìn)脫戊烷塔9。脫戊烷塔頂部產(chǎn)品去疊合單元，塔底產(chǎn)品去界區(qū)外。在疊合單元，干氣和混合碳四經(jīng)疊合轉(zhuǎn)化成汽油，疊合單元尾氣回收混合碳四后作為燃料氣出界區(qū)[9]。這種流程簡(jiǎn)潔，不設(shè)乙烯回收單元，用中冷油吸收方法回收丙烯。

1.3 MTP分離部分特點(diǎn)

MTP產(chǎn)品規(guī)格和裝置規(guī)模決定了MTP分離部分的具體形式：大型MTP裝置需要乙烯產(chǎn)品，流程就要有脫甲烷塔及其尾氣回收系統(tǒng)和脫碳二系統(tǒng)；中小型MTP裝置主要采用圖2流程回收丙烯，前脫乙烷塔塔頂?shù)摹案蓺狻?粗乙烯)和來自脫戊烷塔的碳四烯烴產(chǎn)品一起去疊合裝置副產(chǎn)汽油。中小型MTP裝置工藝流程簡(jiǎn)單，本文僅討論有乙烯產(chǎn)品的大型MTP裝置分離工藝。

圖2 中小型MTP產(chǎn)品氣回收工藝：丙烯+副產(chǎn)品高辛烷值疊合汽油MTP(G)Fig.2 Small-medium sized MTP product gas recovery process:propylene+high octane polygas MTP(G)

MTP裝置分離部分的能耗主要發(fā)生在產(chǎn)品氣壓縮、脫甲烷塔及其尾氣回收系統(tǒng)、脫碳二系統(tǒng)和丙烯制冷系統(tǒng)，脫甲烷塔尾氣回收方式、脫乙烷塔和脫丙烷塔的合理安排、脫碳二系統(tǒng)的熱耦合形式對(duì)雙機(jī)功率都有很大影響。此外，MTP分離部分的乙烯損失主要集中在脫甲烷塔尾氣回收系統(tǒng)和脫碳二系統(tǒng)，而脫甲烷系統(tǒng)的乙烯損失通常占分離系統(tǒng)乙烯總損失的60%以上，主要是脫甲烷塔尾氣回收技術(shù)不合理造成的，討論脫甲烷塔尾氣回收方法的改進(jìn)對(duì)MTP分離工藝的改進(jìn)和能耗的降低具有重要的指導(dǎo)意義。

本文在流程模擬的基礎(chǔ)上，著重討論脫甲烷塔及其尾氣回收系統(tǒng)、熱偶合的脫碳二系統(tǒng)、脫乙烷塔和脫丙烷塔的合理安排對(duì)雙機(jī)功率的影響。

2 MTP分離工藝的模擬與對(duì)比

MTP產(chǎn)品氣的P/E遠(yuǎn)大于1，對(duì)此特征物系的分離過程和脫甲烷塔尾氣回收，前人做了很多卓有成效的工作，如中冷油直接吸收法[10]、中冷油補(bǔ)充回流法[11]、中冷油洗滌聯(lián)合膨脹制冷法回收脫甲烷塔尾氣[11]等。本文通過探討上述3種方法回收MTP裝置脫甲烷塔尾氣的有效性，改進(jìn)MTP產(chǎn)品氣分離工藝。

本文工作基于以下假設(shè)：粗乙烯全部進(jìn)入脫碳二系統(tǒng)得到聚合級(jí)產(chǎn)品，不考慮粗乙烯和混合碳三返回MTP反應(yīng)器；裝置處理甲醇能力為170萬(wàn)t/a，年產(chǎn)乙烯18萬(wàn)t、丙烯48萬(wàn)t。假設(shè)產(chǎn)品氣壓縮機(jī)和丙烯機(jī)多變效率固定不變，丙烯冷劑溫度等級(jí)分別為7℃、-27℃和-40℃。

2.1 中冷油直接吸收法回收脫甲烷塔尾氣

2.1.1 膨脹制冷法回收乙烯和吸收劑

中冷油直接吸收法回收脫甲烷塔尾氣采用圖3所示流程，經(jīng)升壓、凈化的產(chǎn)品氣冷卻后進(jìn)入前脫乙烷塔1，前脫乙烷塔塔底物料進(jìn)脫丙烷塔8，前脫乙烷塔塔頂氣相物料再經(jīng)壓縮、冷卻后進(jìn)入中冷油吸收塔3。中冷油吸收塔3底部物料進(jìn)脫乙烷塔4，塔頂氣相物料經(jīng)過膨脹制冷回收其中的乙烯和吸收劑，回收的液相做為回流返回中冷油吸收塔3，不凝氣復(fù)熱后去燃料氣系統(tǒng)。

中冷油吸收塔3起著脫甲烷塔作用，其頂部尾氣回收方法和處理方式對(duì)乙烯損失、產(chǎn)品氣壓縮機(jī)和丙烯制冷壓縮機(jī)功耗都有很大影響，本文用混合碳三(C3s)作為吸收劑。

脫乙烷塔4頂部物料去乙烯精餾塔并得到合格的聚合級(jí)乙烯產(chǎn)品，塔底部分液相物料冷卻后作為吸收劑去中冷油吸收塔3頂部，其余部分去丙烯精餾塔。

圖3 中冷油直接吸收法回收脫甲烷塔尾氣Fig.3Intercooledoildirectabsorptionmethodfor recovering demethanizer exhaust gas

設(shè)定壓縮機(jī)第四段出口壓力，吸收劑流量為700kmol/h,吸收劑進(jìn)塔溫度為-35℃，冷箱和膨脹機(jī)工作溫度按照實(shí)際情況來定，對(duì)圖3流程進(jìn)行模擬，雙機(jī)功率見表1，脫甲烷塔塔頂CH4/H2尾氣中乙烯和吸收劑損失見表2。

表1 圖3流程壓縮機(jī)功率Table1CompressordutyoftheillustratedflowsheetinFig.3

表2 圖3流程脫甲烷塔CH4/H2尾氣損失Table 2Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss of the illustrated sheet in Fig.3

2.1.2 乙烷做補(bǔ)充冷劑回收乙烯和吸收劑

膨脹機(jī)再壓縮機(jī)會(huì)增加尾氣回收系統(tǒng)成本，因此取消圖3流程中的膨脹再壓縮機(jī)組（11和14），從乙烯精餾塔底部引部分乙烷產(chǎn)品經(jīng)冷卻、節(jié)流后與尾氣混合返回冷箱15，為冷箱15繼續(xù)提供冷量，具體流程見圖4。作為補(bǔ)充冷劑的乙烷能為冷箱14提供-60℃等級(jí)的冷量，以彌補(bǔ)消膨脹機(jī)取后的冷量不足。

在圖3流程假設(shè)和模擬的基礎(chǔ)上，對(duì)圖4流程進(jìn)行模擬，脫甲烷塔尾氣中的乙烯、吸收劑損失見表3，雙機(jī)功耗見表3。

表3 圖4流程壓縮機(jī)功率Table3 Compressordutyoftheillustratedflowsheetin Fig.4

表4 圖4流程脫甲烷塔CH4/H2尾氣損失Table 4Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss of the illustrated sheet in Fig.4

對(duì)比圖3和圖4流程的模擬結(jié)果，圖4流程的雙機(jī)功率增加了221kW，圖4流程的乙烯損失增加了18t/a，吸收劑損失增加了2612 t/a。圖4方案節(jié)約了投資，但是雙機(jī)功耗、尾氣中乙烯和吸收劑損失均有增加。實(shí)際實(shí)施時(shí)，要對(duì)圖3和圖4流程做詳細(xì)的技術(shù)經(jīng)濟(jì)分析。

圖4 冷油吸收改進(jìn)流程Fig.4Improvement of cold oil absorption process

2.2 改進(jìn)中冷油吸收法回收脫甲烷塔尾氣-I

圖3、圖4流程先用C3s吸收劑對(duì)產(chǎn)品氣進(jìn)行直接吸收，再用膨脹制冷或冷箱對(duì)吸收塔頂部的不凝氣進(jìn)行二次回收，但仍有部分乙烯和吸收劑被帶進(jìn)燃料氣系統(tǒng)。

針對(duì)上述情況，把吸收塔改為常規(guī)脫甲烷塔3，在塔頂延長(zhǎng)段上安置個(gè)內(nèi)置式塔頂冷凝器16，吸收劑從冷凝器16底部進(jìn)入延長(zhǎng)段，脫甲烷塔3塔頂尾氣經(jīng)延長(zhǎng)段被低溫凝液洗滌后，再經(jīng)冷凝器16冷凝、膨脹機(jī)11膨脹制冷后進(jìn)入氣液分離罐10進(jìn)行氣液分離；氣液分離罐頂部不凝氣經(jīng)過冷凝器16、冷箱13復(fù)熱，升壓后去燃料氣系統(tǒng)，分離罐10底部液相從冷凝器16的底部進(jìn)入脫甲烷塔3頂部延長(zhǎng)段，見圖5流程。這種改進(jìn)措施希望降低脫甲烷塔3頂部尾氣中的乙烯和吸收劑損失、提高不凝氣(CH4/H2)中乙烯和吸收劑的回收率,具體流程見圖5。假設(shè)產(chǎn)品氣壓縮機(jī)四段出口壓力、吸收劑進(jìn)塔溫度依舊遵從圖3流程設(shè)定，對(duì)圖5流程進(jìn)行模擬，流程的雙機(jī)功率見表5，CH4/H2尾氣中乙烯和吸收劑損失見表6。

表5 圖5流程壓縮機(jī)功率Table5CompressordutyoftheillustratedflowsheetinFig.5

表6 圖5流程脫甲烷塔CH4/H2尾氣損失Table 6Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss of the illustrated sheet in Fig.5

圖5 改進(jìn)中冷油吸收法回收脫甲烷塔尾氣-IFig.5Recovery of the demethanizer exhaust gas via the 1st improved intercooled oil absorption method

2.3 改進(jìn)中冷油吸收法回收脫甲烷塔尾氣-II

圖3～圖5流程均使用混合碳三(C3s)做吸收劑，富吸收劑從組合吸收塔底部回流進(jìn)脫甲烷塔頂部，這種做法會(huì)增加脫甲烷塔的氣液負(fù)荷處理量，以及冷凝器和再沸器的負(fù)荷。我們保留圖5脫甲烷塔原有結(jié)構(gòu)，從前脫乙烷塔1底部取部分產(chǎn)品做吸收劑，冷卻后從頂部進(jìn)入脫甲烷塔延長(zhǎng)段19，富吸收劑從延長(zhǎng)段19底部返回前脫乙烷塔1。前脫乙烷塔間顧解吸塔作用，解吸出來的乙烯和少量混合碳三經(jīng)產(chǎn)品氣壓縮機(jī)四段升壓后再次進(jìn)入脫甲烷塔3；脫甲烷塔塔頂不凝氣從底部進(jìn)入延長(zhǎng)段19，從其頂部離開，經(jīng)膨脹機(jī)11膨脹制冷后進(jìn)入氣液分離罐10進(jìn)行氣液分離，氣液分離罐頂部氣相經(jīng)過冷箱13復(fù)熱，經(jīng)壓縮機(jī)14升壓后去燃料氣系統(tǒng)，氣液分離罐10底部液相經(jīng)冷箱13復(fù)熱后返回前脫乙烷塔1，具體流程見圖6。

前脫乙烷塔塔底產(chǎn)品含C3～C5，C4～C5的存在提高了吸收劑對(duì)乙烯的吸收能力，較圖5流程而言，圖6流程能夠降低吸收劑的用量。假設(shè)產(chǎn)品氣壓縮機(jī)四段出口壓力和吸收劑進(jìn)塔溫度遵從圖3流程設(shè)定，吸收劑流量取700 kmol/h。對(duì)圖6流程進(jìn)行模擬，雙機(jī)功率見表7，CH4/H2尾氣中乙烯和吸收劑損失見表8。

表7 圖6流程壓縮機(jī)功率Table7 CompressordutyoftheillustratedflowsheetinFig.6

表8 圖6流程脫甲烷塔CH4/H2尾氣損失Table 8Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss of the illustrated sheet in Fig.6

圖6 改進(jìn)中冷油吸收法回收脫甲烷塔尾氣-IIFig.6Recovery of the demethanizer exhaust gas via the 2st improved intercooled oil absorption method

將圖6中的脫乙烷塔和乙烯精餾塔熱耦合起來，得到如圖7流程。

圖7 改進(jìn)中冷油吸收法回收脫甲烷塔尾氣-IIIFig.7Recovery of the demethanizer exhaust gas via the 3rd improved intercooled oil absorption method

假設(shè)產(chǎn)品氣壓縮機(jī)四段出口壓力和吸收劑進(jìn)塔溫度遵從圖3流程設(shè)定，吸收劑流量取700kmol/h，對(duì)圖7流程進(jìn)行模擬，雙機(jī)功率見表9，CH4/H2尾氣中乙烯和吸收劑損失見表10。

表9 圖7流程壓縮機(jī)功率Table9CompressordutyoftheillustratedflowsheetinFig.7

表10 圖7流程脫甲烷塔CH4/H2尾氣損失Table 10Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss of the illustrated sheet in Fig.7

對(duì)比表8和表10，可以看到圖6和圖7流程的乙烯和吸收劑損失基本一致，分別為12t/a和2t/a，圖7流程的雙機(jī)功率較圖6流程降低了261kW。

圖8 吸收劑流量與脫甲烷塔尾氣(CH4/H2)損失之間的關(guān)系Fig.8Demethanizer CH4/H2exhaust gas loss vs absorbent flow rate

圖9 吸收劑流量與壓縮機(jī)功率之間的關(guān)系Fig.9Compressor duty vs absorbent flow rate

從圖8可以看出，脫甲烷塔尾氣（CH4/H2）夾帶的乙烯損失迅速下降，而丙烯損失保持穩(wěn)定；在圖9中，產(chǎn)品氣壓縮機(jī)功率相對(duì)穩(wěn)定，丙烯機(jī)功率有所增加。

本文假設(shè)流程的乙烯產(chǎn)量為18萬(wàn)t/a，而同樣規(guī)模的實(shí)際裝置僅產(chǎn)乙烯8萬(wàn)t/a，大約有55.6%的乙烯被循環(huán)回MTP反應(yīng)器。本文MTP分離工藝雙機(jī)功率為20.7MW，而同樣規(guī)模的實(shí)際裝置雙機(jī)功率為20MW。

若按照實(shí)際裝置的工藝要求，大量乙烯和碳四烯烴返回MTP反應(yīng)器進(jìn)行二次反應(yīng)，圖8流程的乙烯實(shí)際產(chǎn)能為8萬(wàn)t/a，雙機(jī)功率為18494kW。

3 結(jié)論

170萬(wàn)t/a的MTP裝置在設(shè)計(jì)和實(shí)際運(yùn)轉(zhuǎn)中出現(xiàn)了很多問題，本文從170萬(wàn)t/a MTP裝置脫甲烷塔尾氣回收技術(shù)篩選入手，討論了中冷油直接吸收法、中冷油補(bǔ)充回流法、中冷油洗滌聯(lián)合膨脹制冷法回收脫甲烷塔尾氣的可能性，模擬結(jié)果顯示，中冷油直接吸收法和中冷油補(bǔ)充回流法尾氣中乙烯和吸收劑的損失和雙機(jī)功率都比較大，以使用中冷油洗滌聯(lián)合膨脹制冷法能夠有效地回收脫甲烷塔尾氣中的乙烯和吸收劑，同時(shí)雙機(jī)功率最小。

本文對(duì)前脫乙烷、脫甲烷塔及其尾氣回收系統(tǒng)、脫碳二系統(tǒng)熱耦合、吸收劑選擇等工藝進(jìn)行組合進(jìn)行了嘗試。在PROII流程模擬的基礎(chǔ)上，篩選出較為合理的流程方案：即前脫乙烷、組合脫甲烷塔尾氣回收系統(tǒng)、高度熱耦合的脫碳二系統(tǒng)、用前脫乙烷塔底產(chǎn)品作吸收劑等。對(duì)170萬(wàn)t/a的MTP裝置，年產(chǎn)丙烯48萬(wàn)t、乙烯18萬(wàn)t時(shí)，采用上述優(yōu)選流程時(shí)雙機(jī)功率為20703kW，乙烯損失12.0t/a，丙烯損失2.0t/a。

若按照實(shí)際裝置的工藝要求，大量乙烯和碳四烯烴返回MTP反應(yīng)器進(jìn)行二次反應(yīng)，上述優(yōu)選流程的乙烯實(shí)際產(chǎn)能為8萬(wàn)t/a，雙機(jī)功率為18494kW。

從模擬結(jié)果上看，上述優(yōu)選流程具有良好的應(yīng)用前景。

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Research and optimization of the separation process of methanol to propylene(MTP)

WANG Zi-zong1,LIU Hong-Qian2,WANG Ji-Ming3
(1.China Petrochemical Corporation,Beijing 100029,China;2.SINOPEC Engineering Incorporation,Beijing 100101,China; 3.School of Chemical Engineering,East China University of Science and Technology,Shanghai 200237,China)

The 1.7 mt/a methanol to propylene(MTP)plant has arisen lots of problems during its procevarious sdesign and operation,and the existing separation process needs to be improved.The objective of this paper is to compare many of the available demethanizer exhaust gas recovery technologies,and presents an optimized separation process scheme.Various front-end deethanizers,demethanizers and their exhaust gas recovery processes,thermal coupled C2 hydrocarbons separation systems (deethanizers and ethylene rectification columns)and absorbent selection are discussed.Under the operating conditions of the 1.7 mt/ a methanol to propylene plant,simulation and optimization of different combinations of exhaust gas recovery system,thermal coupled C2 hydrocarbons separation system and absorbent selection are presented.As a result,the process scheme with a combination of the front-end deethanizer exhaust gas recovery system,the demethanizer exhaust gas recovery system,the C2 hydrocarbons separation system with a high degree of thermal coupling and using the products from deethanizer bottom as absorbent is more appropriate than the existing separation process.Taking the MTP plant with acapacity of 480,000t/a propylene and 180,000t/a ethylene as an example, when employing the above described process,the dual compressor power consumption is 20,703kW,ethylene and propylene losses from the demethanizer exhaust gas are 12 t/a and 2 t/a,respectively.

heat integration distillation;separation process;methanol to propylene(MTP);ethylene;propylene

TQ021.8；TQ221.212

：A

：1001-9219(2016）03-65-06

2015-09-17；

：中國(guó)石化股份公司委托開發(fā)項(xiàng)目（合同號(hào)：412101）；

：王子宗（1965-)，男，碩士，教授級(jí)高工，研究領(lǐng)域?yàn)橐蚁┕I(yè)與技術(shù)，電郵wangzz@sinopec.com；*通訊作者：王基銘（1942-），男，中國(guó)工程院院士，教授，博士生導(dǎo)師，主要研究方向?yàn)闊捰?、石油化工，電郵liujun@sinopec.com；劉洪謙，電話010-84878601，電郵liuhq@sei.com.cn。