MTO工艺技术

2024-09-16

MTO工艺技术（共7篇）

MTO工艺技术篇1

在如今飞速发展的经济体制条件下, 我国煤制烯烃领域的公司都很重视提高经济生产运行的可行性的研究, 从而在展开论证的课题之中把提高工艺性能当作企业的一个重要发展目标。公司在经营烯烃生产的过程中, 经过生产烯烃和甲醇设备这样的历程之中逐步的进行探索, 逐步的对产品的生产工艺进行改进和调整, 进而节省了公司在经营烯烃过程中所产生的高额投资。这篇文章主要是通过更新经营烯烃流程的模式进行展开论证, 从而进一步增强企业在经营烯烃生产线流程上的费用效益。

1 烯烃和甲醇转换装置流程上的技术提高和革新

1.1 CH3OH的合成和CH3OH研制烯烃的流程生产线的介绍

早期的CH3OH提炼烯烃等级CH3OH的加工的流程是:通过经过上游工段的洗涤CH3OH给予设备加工的气体, 往复气体开始时经过压缩工段进入分开的装置把干净的气体进行合成, 之后经过热焕容器通过不同的置换反应, 在不同的步骤进行相关的反应之后, 使它们的温度在40℃, 再把CH3OH加入可以分离的装置中, 不同的气体充分混合后, 此过程还要进行其他的工艺流程, 将液体分离到压力比较低的部分, 而且压力低的部分会轻易的脱离其他的部分, 在脱离塔的温度应该在93℃, 在装置顶部的温度最好保持在86℃, 在这当中脱离塔的主要的用途是除去CH3OH中的其他成分, 然后在装置的底部进行CH3OH提炼烯烃进行升高压力, 之后把温度保持在40℃储存在容器之中, 然后使用储存容器把CH3OH提炼烯烃的CH3OH装置进行升压, 最后再传送到CH3OH提炼烯烃的设备当中。

根据现在我们目前的CH3OH研制烯烃的设备情况来说, 初始时设备加入CH3OH的烧制工艺之中的步骤是:先把CH3OH在设备之中, 把其中的CH3OH研制烯烃的装置材料加入到CH3OH研制烯烃的设备之中, 然后再分为两个步骤:当中的第一步是通过反应的装置进行加热, 之后和另外的一个步骤进行交汇, 随后经过CH3OH和H2O的转换器之后, 传热使它们的温度在70℃最好, 然后通过CH3OH和CH2O的相互冷热转化, 传热之后把它们进行三部分的传输:CH3OH和冷热气的转换器, 一部分是通过CH3OH气与气的置换, 一部分是通过升高净化泵的压力, 最终是它们三个部分汇总到一起把它们的温度变成100℃左右, 然后通过CH3OH和热换气的作用把温度控制在250℃最好, 最终把它们在最终的容器之中进行相互的置换反应, 达到最终想要的结果。

1.2 工艺提升之后的CH3OH合成和CH3OH研制烯烃的设备工艺

对于上述两种装置的能力综合利用以及工艺特点进行研究, 然后对国内煤制烯烃运行项目做如下的整体优化:两装置的工艺特点和能力综合利用的合理性, 针对国内煤制烯烃运行项目做如下整合优化:我们将甲醇制烯烃装置的甲醇入料预热部分用甲醇装置的脱轻塔替代, 并且去除甲醇装置部分的脱轻塔, 此替代方法将取代甲醇制烯烃装置的升压泵、甲醇-汽提气换热器和甲醇-凝结水换热器三部分设备。优化以后的流程就将变为如下:由甲醇装置所产生的粗甲醇, 先经过粗甲醇闪蒸罐闪蒸, 闪蒸以后再利用闪蒸罐自身的压力将粗甲醇直接压入到粗甲醇储罐, 紧接着利用粗甲醇泵将粗甲醇储罐内的甲醇升压, 再送至甲醇制烯烃装置中去, 首先经过甲醇-净化水预热器和反应器的內取热将粗甲醇预热至70℃, 然后再送入脱轻塔, 利用脱轻塔的功能将粗甲醇中的轻组分杂质彻底脱除, 将达到93℃的合格甲醇制烯烃级甲醇加压, 紧接着直接将其送入到甲醇-蒸汽换热器中, 最后经过甲醇-反应气换热器将其升温至约250℃, 再送入反应器进行反应。

2 提升之前与提升之后的对比

(1) 提升之后, 把CH3OH设备轻塔转到CH3OH炼制烯烃的设备的加热部分, 代替CH3OH炼制烯烃设备之前的部分装置, 而且在CH3OH设备的同一时间除去了轻塔, 粗CH3OH在通过蒸闪之后由粗CH3OH设备存储, 通过这个方法可以便于运输, 非常人性化的简便了设备的使用方式, 降低了装置的维修费用, 这样也减少了工程开发的时间。

(2) 提升之后, 除去了CH3OH设备的轻塔底层的CH3OH炼制烯烃的CH3OH冷水设备, 这种方法既能降低工程上的资金投入, 也能节约很多工程资源。

(3) 提高之后, 对轻塔下面的不能将CH3OH组合成的设备没有负面影响, 而且这种加热进料的方法现在已经在工程行业之中得到广泛的认可, 并且方便现实之中实用。

3 结语

通过我们在上文的论证可知, MTO装置烯烃分离工艺优化是我们在最基本建设之中十分重要的技术, 我们在MTO装置烯烃分离工艺的优化对提高我们的生产效率深远的作用, 因此必须做好MTO装置烯烃分离工艺优化, 使得能够更快速, 经济的分离烯烃。

参考文献

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[3]张少石, 陈晓蓉, 梅华, 董巍巍.MTO脱甲烷塔分离过程模拟及优化[J].化工进展, 2014, v.33;No.27205:1093-1100.

[4]孔凡贵, 张婧元.MTO/MTP技术探讨与比较[J].化工中间体, 2012, v.911:13-17.

MTO工艺技术篇2

(1)蒲节能化污水处理站现状。蒲节能化现有污水站设计处理能力1 300 m3/h,工艺流程为生产废水、生活污水一同汇集至调节水池,经调节水池提升泵送至微涡流沉淀器,重力流至SBR池,出水送至出水检测池,经经检测池排水泵送至回用水站。

(2)污水站设计指标(表1)。污水处理站出水水质控制指标符合《黄河流域(陕西段)污水综合排放标准》(DB61/224-2011)一级标准控制。

表1 出水指标:(单位:mg/L)

1 污水处理站运行现状

污水处理站在2014年9月份开始调试运行,MTO装置2014年11月运行投产,自MTO装置废碱液进入污水处理系统后,由于含油量大、p H值高,导致污水处理系统无法正常运行,后新增废碱液池,将废碱液送入废碱液池。

2 新增废碱液处理系统

2.1 废碱液水质

(1)该废水PH、油、COD、总固含量明显较高,远远超出污水生化处理接受能力。分析可知:①其COD偏高与水中油含量有直接关系,去除或降低水中油含量,即可使COD降至可生化范围。②PH偏高均系水中Na CO3、Na OH含量过高所致,如去除水中油等其他杂质后,该水还可作为污水生化单元PH调节的添加剂(碱液)来充分利用。③废碱液含油量较高(约600 mg/L),对污水生化处理装置的稳定运行影响较大,需进行预处理除油,将油含量降至生化处理系统可接收浓度以内。

(2)水中存在的油类主要是以溶解油、乳化油、分散油以及浮油的形式存在,目前一般采用重力法及浮选法进行有效分离。

2.2 油类物质去除工艺概述

(1)油类物质的分类。根据油类在水中才鶅的具体形式以及含油废水来源方面的差异性,其主要可以分为溶解油、乳化油、分散油以及浮油。①溶解油:主要是通过某种化学溶解而成的分散微粒,相应的油滴直径非常小,最小是以纳米为单位。石油能够溶于水的量非常稀少,通常在5~10 mg/L。②乳化油:水中一般都会含有一定量的表面活性剂,其会促使油转变成乳化油,该种油品分散的颗粒直径相对较小,往往在0.1~2μm,主要是以乳化状态为主,难以在水中上浮。③分散油:主要是以微小油滴形态悬浮在水中,本身极为不稳定,通常特定时间以后一般会转变成浮油,颗粒直径通常在10~100μm之间。④浮油:浮油属于废水当中含油量的主要成分,一般炼油厂废水当中的浮油比例在70%左右,往往是以连续漂浮的形式,在水面形成油层或者油膜。浮油本身的分散颗粒相对较大,通常在100μm以上,容易从废水中进行分离。

(2)油类物质的处理方法。生产装置排出的含油废水,应按其所含的污染物具体数量与性质来进行分类,然后进行汇集处理。针对乳化油,通常采用混凝沉淀法、气浮法以及电解法进行处理,针对浮油与重油,通常采用重力分离法进行处理[1]。①重力分离法。所谓重力分离法,主要是通过水的密度差来实施分离。重力分离法主要适用于高于60μm的固体颗粒与油粒。隔油池是最为常用的设施,通常应用于破乳以后的乳化油或者浮油。②气浮法。所谓气浮法,主要是通过大量微细气泡吸附在需要除去的油滴上面,利用气泡本身的浮力,使得污染物能够浮出水面,实现去除油污的目的[2]。根据气泡生成方式的差异性,气浮法可以分为电解气浮、鼓泡气浮以及加压气浮等方式。③吸附法。所谓吸附法,主要是通过亲油性材料来吸附水中的油,以此来进行分离。④油水分离器。处理设施把强化重力分离、粗粒化、吸附聚结处理工艺进行有效的整合,最终形式一个一体化的机构,通过电控箱、输液泵以及贮油槽共同组成。相应的处理工作主要是通过重力分离特性、不同分离材质特性的综合应用,能够更好地适应一些处理难度非常高的含油废水,主要可以应用于部分重油、动植物油、润滑油、汽油、柴油以及机油等不含表面活性剂的废水。⑤多介质过滤法。过滤器装填小颗粒焦炭、核桃壳,采用焦炭、核桃壳过滤除油主要是通过核桃壳、焦炭进行吸附与拦截,一般应用于溶解油与乳化油的处理。

2.3 系统处理工艺的确定及处理工艺流程

通过上文分析,综合分析本工程具体的处理要求、水量以及水质,同时结合华陆公司多年的工程案例设计及经验,废碱液及重烃火炬凝液处理系统主体工艺推荐采用“重力分离罐+多介质过滤+核桃过滤器+气浮系统+油水分离器”处理工艺,并辅以加药及储存系统。

处理工艺流程:废碱液及重烃火炬凝液分别通过管廊集中送至集水池进行均质均量(富裕水量旁路送至事故水池),集水池废水经泵(事故水池存水通过事故水池提升泵)提升至重力分离罐进行初步分离,分离出的重油及轻油分别收集至重油储罐及轻油储罐储存回收利用(定期用槽罐车外运),底部清液自流至中间水池一。中间水池一废水经泵提升至焦炭过滤器、核桃壳过滤器进一步除油,过滤器出水压力流至气浮池,过滤器反冲洗废水压力流至集水池。气浮系统主要用以去除废水中的乳化油、部分溶解油及SS,分离出的油泥自流至油泥收集池,底部清液经泵提升至油水分离器。油水分离器用以进一步去除废水中剩余的各种油类物质,分离出的油自流至油泥收集池,分离出的清液自流至中间水池二。中间水池二废水经检测合格后分三路分别送至污水处理站碱液储罐及新增污水碱液储罐回收利用,富裕水量送至现有污水站调节池达标处理。不合格废水经泵回流至前端集水池(或事故水池)再处理。油泥收集池油泥经高压泵输送至锅炉房与原煤混合燃烧。

3 系统处理效果

MTO废碱液进入废碱液池后,为降低废碱液p H值,在废碱液池和废碱液装置集水池通入净化装置排空的二氧化碳,降低了进水p H值,同时满足气浮除油的条件。经过废碱液装置出油后,出水指标合格,满足污水站进水指标。

4 结论

(1)污水处理站排水达到《黄河流域(陕西段)污水综合排放标准》(DB61/224-2011)一级标准控制,在实现减排的同时,也为后续的中水回用装置奠定了良好的基础。

(2)废碱液装置采用“焦炭过滤器+核桃壳过滤+气浮”工艺,处理能力良好,可较好的处理废碱液,降低水中含油量。

(3)通过将净化装置的废气二氧化碳的利用,降低了废碱液的PH,满足了气浮及污水处理的运行条件。

(4)废碱液装置运行还在摸索阶段,后续根据工艺运行情况,及时调整运行参数,改进、提高操作方法,保证出水水质合格。

摘要：MTO含有废水处理工艺作为一种相当重要的废水处理工艺,其发挥出的作用非常巨大。本文主要就MTO含有废水处理攻击艺术的改造进行探讨,以期能够改善MTO含有废水处理工艺技术。

关键词：MTO含油废水处理工艺,技术改造,污水处理

参考文献

[1]邢爱华,刘斌,张锐,蒋明哲,刘社田.甲醇制烯烃工艺废水处理技术研究进展[J].现代化工,2013,09:17~21.

MTO/MTP技术探讨与比较篇3

我国的能源结构特点是富煤、贫油、缺气。目前,我国已成为世界上最大的煤炭生产国和消费国。随着我国石油对进口的依存度不断提高和国际原油价格的剧烈震荡的双重压力出现,这种以煤为主的能源格局,在未来相当长的一段时间内不会有太大的改变。现代煤化工产业的蓬勃兴起是近年来化工行业的一大亮点和热点,其中煤制烯烃工业开辟出一条崭新的烯烃生产新途径,促进基本有机化工原料的多元化。

甲醇制烯烃(MTO)和甲醇制丙烯(MTP)技术是煤制烯烃工艺路线的核心技术。其中MTO(Methanol to Olefin)是指由甲醇制取乙烯和丙烯的化工工艺技术,MTP(Methanol to Propylene)是指由甲醇制取以丙烯为主的化工工艺技术。截止到2011年末,国内已经有三套煤制烯烃装置正式投产。2010年8月神华包头煤制烯烃公司装置全线贯通,并生成出合格的烯烃产品,其中聚丙烯装置和聚乙烯装置产能均为30万吨/年。目前,其聚丙烯产品以均聚拉丝为主,聚乙烯产品为线性与低压注塑。2011年6月,神华宁煤烯烃公司装置全线流程打通,聚丙烯装置产能为50万吨/年,目前生产均聚拉丝产品。大唐多伦煤化工公司于2011年8月底全线流程打通,其聚丙烯装置设计产能为46万吨/年,另外乙烯的产能为2.3万吨,可以生成均聚和抗冲等多牌号的聚丙烯产品。

2 甲醇制低碳烯烃的MTO技术介绍

2.1 MTO反应机理

MTO的反应机理及反应动力学描述如下:

在高选择性催化剂上的MTO主反应仅有两个:

副反应有:CH3OH→CO、CH2O或CH4等

反应机理:

2CH3OH→CH3OCH3→C2= C3=→异构烷烃、芳烃、C6+烯烃。

MTO首先由甲醇脱水生成二甲醚,然后二甲醚与甲醇的平衡混合物继续和催化剂表面的甲氧基团形成C-C键的反应和一系列形成烯烃的反应,最后转化为乙烯和丙烯为主的低碳混合烯烃。乙烯、丙烯和丁烯均是非常活泼的,在分子筛酸催化作用下,进一步通过缩聚、环化、脱氢、烷基化、氢转移等反应生成饱和烷烃和高烯烃,也有少量积炭反应。动力学研究表明,在新鲜催化剂上的MTO是一种快速反应,甲醇转化的总一级反应速率为250m2/m3催化剂·秒[1]。

2.2 MTO工艺

中国科学院大连化学物理研究所于20世纪80年代进行MTO研究工作,1993年开发了采用流化床反应器进行了以小孔SAPO-34和改性SAPO分子筛为催化剂的甲醇/制取烯烃的DMTO工艺。该工艺甲醇转化率高,并于1995年在上海青浦化工厂建设了原料二甲醚处理量为60~100 kg/d的中试装置。该装置也采用流化床反应—再生形式,而且采用自行研制的DO-123型催化剂,具有较强的市场竞争优势。2006年2月,由中科院大连化学物理研究所与陕西新兴煤化工科技发展有限责任公司、中国石化集团洛阳石化工程公司合作在陕西华县建成的世界上第一套万吨级甲醇制取低碳烯烃规模的DMTO工业化示范装置试车成功,完成了甲醇制烯烃DMTO技术工业化试验,结果是:在甲醇处理量为50t/d装置上,甲醇转化率99.18%;对烯烃的选择性高达85%~90%,通过工艺参数变化可以调整乙烯和丙烯产出比例;2.96 t甲醇产1 t烯烃。2006年8月通过了国家鉴定。大连化物所进一步优化表明,其(C2+C3)烯烃的选择性可达85%,(C2+C3+C4)烯烃的选择性大于90%[2]。该装置和国际上的UOP/Hydro MTO工艺工业示范装置技术水平相当,工艺流程示意如下图1。

采用大连化物所DMTO技术的神华包头煤化工公司MTO工业示范装置在原有经验的基础上,进行了不同程度的优化和改进,主要是采用两个反应区。在第一反应区内的原料与来自第二反应区的部分结焦的SAPO催化剂进行反应,产物主要为乙烯、丙烯和碳四;在第二反应区,在新鲜催化剂或再生后的催化剂的作用下,C4+产物与之接触,催化裂解生成乙烯和丙烯,同时对催化剂进行预处理,最大程度上减缓催化剂结焦趋势[3]。

3 甲醇制丙烯的MTP技术介绍

3.1 MTP反应机理

甲醇蒸汽在DME反应器中在氧化铝催化剂的作用下反应,反应温度为275℃:

在MTP反应器内,DME/甲醇混合物按照下述的主反应,在沸石基催化剂表面上转化为烯烃:

主反应为n=3的反应,此时产物为丙烯。

为保持反应转化为丙烯的高选择性,催化剂床层的操作温度范围为450℃~470℃,操作压力较低,最后一层催化剂床的出口操作压力为0.13MPa(绝压)[4]。

3.2 MTP工艺介绍

德国Lurgi公司在20世纪90年代开始研究甲醇制丙烯技术,并开发出MTP工艺。其主要产品以丙烯为主,同时副产汽油、液化石油气(LPG)、乙烯以及燃料气等。

德国Lurgi的MTP工艺流程如图2所示。反应装置主要由3个绝热固定床反应器,正常两台反应器的负荷就能达到100%生成能力,因此运行方式是2个在线连续生产,1个在线再生,这样可保证生产的连续性和催化剂的活性。每个固定床反应器内自上至下分布6个催化剂床层,各床层布置若干激冷喷嘴,通过降温分离后的液相进料(定量注入冷的未反应完甲醇-水-二甲醚物流)来控制床层温度保持恒定,以达到最大丙烯收率目的。MTP反应压力接近常压,反应温度450℃~470℃。工艺过程为:原料甲醇预热到270℃后进入固定床绝热式二甲醚(DME)反应器,采用高活性、高选择性的催化剂将80%以上的甲醇转化为二甲醚和水。该反应的转化率几乎达到热力学平衡程度。甲醇-水-二甲醚物流进入分凝器,气相和后分离系统返回的循环烃加热到反应温度后进入MTP反应器各级床层,液相作为控温介质经流量控制仪通过激冷喷嘴进入MTP反应器各级床层。甲醇-二甲醚的转化率约为99%,丙烯是主要目的产物。反应产物经激冷系统冷却降温后,进入到压缩分离精制单元。

气相产物脱除水、CO2和二甲醚后将通过分离精制单元得到聚合级丙烯,纯度达到99.6%以上。循环烃(C2-C6组分)返回到MTP反应器床层,作为歧化制备丙烯的原料。为避免惰性组分在回路中富集超压,轻组分以燃料气方式排出系统。汽油、LPG和乙烯是该反应的主要副产物。部分激冷水也返回系统用来生产MTP反应器进料用蒸汽,既减少了废水排放,又降低了MTP反应器进料蒸汽中的Na+和K+含量。

4 MTO与MTP比较

4.1 反应器的形式比较

MTP固定床工艺用于生产以丙烯为主的产品,相对于甲醇制烯烃MTO流化床工艺来说,固定床反应器气体分布均匀流体力学简单,所以在工业放大过程中风险较小。因此,一般情况下,流化床工艺放大一般要经过复杂的逐级放大过程,固定床工艺放大却成熟简单得多。但是,固定床反应器撤热不方便,因此反应温度需要复杂的温控装置来控制,而流化床的反应温度控制就相对容易一些。同时,通过MTO和MTP技术产品方案比较可知,MTO工艺的主要产品是乙烯和丙烯,而MTP工艺的主要产品是丙烯。

4.2 催化剂再生的方式比较

MTP工艺所采用的德国南方化学公司的催化剂,通过运行情况看,积炭量小(<0.01%的甲醇原料转化成焦炭),可进行原位间歇再生,并且再生温度较低,即在反应温度下再生。因此,催化剂在再生过程中受到的损失较小。

MTO工艺流化床反应器再生类似于炼油工业FCC工艺的循环流化床反应-再生,催化剂的失活速率高,催化剂需要连续再生。尤其是,再生温度比反应温度高,因而对催化剂的寿命有一定的影响。另外,MTO流化床工艺在再生过程中存在催化剂跑损的现象,需要不断补充催化剂。而MTP固定床催化剂在再生过程中不会出现跑损情况,催化剂损失几乎没有。

4.3 轻烯烃收率的比较(碳转化,估计值)

从表1可以看出MTO技术比MTP技术的轻烯烃收率略高,如果MTO与OCP(烯烃裂解工艺)集成的工艺技术则比MTP技术在轻烯烃收率方面要高出很多。

4.4 分离流程的比较[5]

MTO工艺分离流程对常规前脱乙烷流程进行了改进,主要特点是:(1)对常规深冷工艺进行了优化,脱乙烷塔回流罐气相进入深冷脱甲烷系统。(2)在五段压缩与脱乙烷塔回流罐之间设置加氢反应器,及时脱除乙炔及反应再生过程中产生的氧气,确保能生产出聚合级乙烯产品。不足之处:(1)采用了深冷低温分离,需增加乙烯制冷系统,从而提高了能耗。(2)在五段压缩与脱乙烷塔回流罐之间设置加氢转化反应器,而MTO反应产物中杂质会对反应器稳定操作产生一定的影响。

MTP工艺分离流程先将反应器出口物料进行激冷,目的是将气体、液相烃和水分离。冷却后约40℃气体进入干燥压缩单元,并进一步除去DME和水,然后进入精制单元,分离出聚合级丙烯、汽油、液化气和乙烯产品。该流程有如下特点:(1)主要产品为聚合级丙烯,产品纯度能达到聚合级99.6%要求;(2)分离单元的循环烃返回到MTP反应器,保证反应器的空速,对提高丙烯收率有帮助;(3)除丙烯产品外,还大量副产高辛烷值汽油产品。不足之处:(1)与传统乙烯工艺分离比较,虽然MTP工艺分离流程简单,但操作较复杂,特别是对聚合级丙烯产品中水分含量控制有一定的难度。(2)大量循环返回烃造成MTP反应器、烯烃压缩机、塔、泵等尺寸加大,增加了设备投资和操作费用。

4.5 催化剂情况的比较

MTO反应所需的催化剂是关键所在,也是甲醇制烯烃路线最核心之一。自从1984年美国UCC公司开发了一种结晶磷硅铝酸盐,即非沸石分子筛SAPO-34,其甲醇转化率很高,同时具有很高的乙烯丙烯选择性。而SAPO-34分子筛的研究主要集中在20世纪80年代和90年代。人们一直对SAPO-34分子筛的合成和改性已进行了广泛的研究,SAPO-34具有优异的催化性能和良好的水热稳定性,但缺点是容易积碳失活。因此,合成出性能优良的SAPO-34分子筛是制备MTO催化剂的关键环节。目前,人们对SAPO-34分子筛催化剂进行优化改性,主要集中在如何提高低碳烯烃选择性、降低副产物和延长催化剂寿命等方面。随着对SAPO-34开发研究不断深入,甲醇制烯烃技术取得了飞速发展。另据报道,截至2012年4月5日,神华集团自主研发并生成的MTO催化剂已累计10次向神华包头煤制烯烃公司MTO装置反应—再生系统加入了50吨,目前MTO装置在100%负荷稳定运行,反应生焦率、甲醇转化率、产品选择性等指标均符合要求。

MTP工艺的催化剂采用德国南方化学公司研制的ZSM-5分子筛催化剂。该催化剂对丙烯具有较高的选择性。据专利介绍,MTP工艺中专用催化剂为改性的ZSM-5沸石分子筛催化剂,其中Si/Al原子比至少为5%,碱质量分数小于380×10-6,BET比表面积为300m2/g~600m2/g,孔容积为0.3m3/g~0.8m3/g。另据报道,国内神华宁煤烯烃公司和大唐国际化工研究院有限公司(隶属于大唐能源化工有限责任公司)正在积极研制MTP催化剂,目前已经取得了阶段性成果,为推动我国煤基烯烃产业发展奠定了坚实的技术保障。

5 小结

1)目前,MTO技术与MTP技术工业化示范装置都已经投产,相对来说技术风险都比较小,而且可控。国家应大力支持煤制烯烃技术,统一规划,有序发展,要建在煤炭资源丰富的地区,以降低生产成本。同时,该项目建议采用空冷等节水新技术,合理利用水资源。

2)在技术方面,煤制烯烃技术开发的核心是甲醇转化烯烃技术(MTO/MTP)。虽然MTO/MTP示范工程取得了阶段性进展,但是需要优化和完善的工作还很多。比如需要对MTO/MTP技术分离流程进行优化,以达到减少投资和降低能耗目的。

3)在现阶段,烯烃生产路线主要是以石油为主的裂解工艺。为了使中国的烯烃工业健康发展,希望煤为原料制取烯烃作为其有力的补充,从而使我国的烯烃工业摆脱只受原油控制的局面。

参考文献

[1]董宇涵.甲醇制取烯烃技术简介[J].化学工程与装备,2010,3:136-139.

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中原石化实施MTO低温余热回用篇4

近日, 中原石化MTO装置低温余热回收利用制低压蒸汽项目主体工程完工, 实现中交。

目前, 该公司低压蒸汽需要量为51~64吨/小时, 其中由中压蒸汽减温减压产低压蒸汽量为23~29吨/小时。该项目采用清华大学专利技术, 建设升温型吸收式热泵机组装置1套, 将MTO装置的90℃及以上热源用于制取低压蒸汽, 可生产低压蒸汽8.03吨/小时。

项目实施后, 年可回收余热量15万GJ, 生产蒸汽量6.42万吨;与燃煤锅炉相比, 每年可以节约6399吨标煤, 减少16776吨CO2排放量, 节能和环保效果良好, 有较好的经济效益。

MTO装置再生取热系统优化改造篇5

神华包头煤制烯烃项目于2006年12月11日获得国家发改委核准, 是国家“十一五”期间确定的煤制油、煤制烯烃、煤制二甲醚、煤制甲烷气和煤制乙二醇等5个新型煤化工示范工程之一。本项目以神华自产煤炭为原料, 采用煤气化制甲醇、甲醇转化制烯烃、烯烃聚合工艺技术路线生产聚乙烯和聚丙烯产品。

神华包头煤制烯烃项目甲醇制烯烃装置 (简称MTO装置) 采用中国科学院大连化学物理研究所、中国石化集团洛阳石油化工工程公司和陕西新兴煤化工科技发展有限公司共同开发的DMTO工艺技术。

MTO装置包括反应再生部分、急冷汽提部分、热工部分。

反应再生部分包括进料、反应再生和主风系统。甲醇进料采用气相进料, 自界区外来的MTO级液相甲醇经加热气化和过热后进入反应器进行反应;反应产物经三级旋风分离器回收夹带的少量细粉后进入急冷塔, 反再系统采用循环流化床和不完全再生工艺;主风系统设两台10KV电动离心式主风机为再生烧焦提供用风。

急冷汽提部分包括急冷、水洗塔和污水汽提塔。反应部分来的反应气经过急冷、水洗塔脱除过热和洗涤催化剂并将大部水冷凝后送LORP装置分离精馏;在急冷、水洗塔冷凝下来的水送至污水汽提塔回收少量甲醇、二甲醚等有机物进行回炼。

热工部分包括CO焚烧炉、余热锅炉和再生器内外取热器, 主要作用是回收催化剂再生烧焦过程中产生的热量并产生蒸汽。

MTO装置处理能力为180万吨/年甲醇原料 (折纯) , 生产60万吨/年轻烯烃 (乙烯+丙烯) 产品, 年开工时数为8000小时。

2 系统简介

2.1 再生系统简介

设计烧焦主风量22800Nm/h, 再生器设置内、外取热器, 以取走烧焦产生的热量。再生器 (160R1102) 密相床中设置5组肋片管和12组光管作为内取热管, 再生器内温度650℃, 最大取热量11330KW。再生器设置外取热器一台, 壳体外径为1940mm, 内衬100mm隔热耐磨衬里, 发生中压饱和蒸汽, 最大取热量9304KW。正常工况, 内取热器内5组肋片管和12组光管均发生中压饱和蒸汽, 外取热器不运行;最小工况, 5组肋片管产生中压蒸汽, 12组光管用于过热低压蒸汽, 外取热器不运行;最大工况, 内外取热器同时运行产生中压饱和蒸汽。当取热量介于最小和正常之间时, 由于内取热管的负荷本身不能调节, 只有通过切换光管用于产生饱和蒸汽和过热低压蒸汽的个数来实现, 这种调节是不连续;当取热量介于正常和最大之间时, 可通过外取热的调节达到负荷调节的目的, 这种调节是连续的。

2.2 余热回收系统简介

设计31800Nm/h的烟气进入CO焚烧炉160F1301, 在有燃料气引燃的条件下焚烧CO, 正常操作状态下炉膛操作温度控制在1258℃。设置一台余热锅炉160F1302, 采用卧式烟道结构, 根据设计操作工况, 依次排列受热面为前置蒸发段、二级蒸汽过热段、一级蒸汽过热段、蒸发段、二级省煤段、一级省煤段。分别通过预热外来中压给水、过热中压饱和蒸汽、发生蒸汽等方式取出热量。出口过热蒸汽温度为420℃, 压力4.0MPa。设计排烟温度157℃。

3 前期调整情况

3.1 调整前工况

(1) 在装置100%负荷时, 根据主风量和烟气组成换算, M T O装置生焦率为2.1~2.3%。

(2) 烧焦主风量为33000~34000Nm/h, 旋风分离器入口限速22~24m/s。

(3) 余热锅炉排烟温度310℃, 中压蒸汽产汽量约50t/h。

3.2 优化调整步骤

(1) 提高再生压力。

(2) 降低催化剂循环量、提高待生定碳。

(3) 增加再生输送蒸汽比例。

(4) 浓缩水回炼改入油水分离系统。

(5) 提高再生藏量。

(6) 降低再生温度。

3.3 优化调整结果

3.3.1 提高再生压力

将再生压力由0.1 1 5 M P a提高到0.13M P a, 再生旋风分离器入口线速由约24m/s降低到21~22m/s。

3.3.2 降低催化剂循环量

催化剂循环量原为38t/h, 逐渐降低循环量至30t/h。同时产品气的选择性和转化率没有明显变化, 计算的生焦率由2.08%降低到2.01%。

3.3.3 增加再生输送蒸汽比例, 降低再生催化剂温度

6月29日将再生输送蒸汽量1000kg/h缓慢提高至1300kg/h, 达到稳定状态, 再生催化剂进反应器温度由648℃降低到约645℃。

3.3.4 浓缩水回炼改入油水分离系统

7月1日将浓缩水改入V107罐, 停止回炼, 生焦量从6月28日的2.08%降至1.99%, 主风量由33500Nm/h降低到31500Nm/h。

3.3.5 降再生温度

由于外取热器操作已达最大负荷, 再生温度已经没有调节手段, 再生温度维持在670~680℃。

4 进一步提高负荷的主要问题

根据优化调整的结果, 装置具备了进一步提高负荷的条件, 同时为了验证进一步提高负荷的工况, 2012年8月27~29日, 将负荷提高到255t/h, 根据运行试验, 如果进一步将运行负荷提高到设计值的110%, 主要存在以下问题:

4.1 再生器旋风分离器入口线速偏高, 易造成催化剂跑损

在100%负荷工况下, 再生器流化用的氮气约2500-2800 Nm/h, 再生主风量约29500-30500Nm/h, 再生器旋分入口线速降低约20-21m/s。8月27日开始将处理量逐渐提至255t /h (约107%负荷) , 期间再生器外取热器流化氮气量提至3000Nm/h, 主风量提至32000-33000 Nm/h, 再生器旋分入口线速在21-22m /s。这个数值相对偏高, 由此可推算当处理量提至110%时, 再生再生器旋分入口线速将超过22m/s, 届时再生催化剂跑损将会增大。

4.2 产汽量大, 汽包负荷不足

外取热器汽包自产蒸汽量设计值20.6t/h (最高38.1t/h) , 设计出口压力4.4MPa。当处理量为240t/h (约100%负荷) 时, 外取热器汽包蒸汽量为29t/h, 出口压力4.35MPa;当处理量提至255t/h (约107%负荷) 时, 外取热器汽包蒸汽量为32t/h, 出口压力4.4MPa。外取热汽包产汽量已超过正常操作的设计值。

余热锅炉汽包自产蒸汽量设计值为16.67t/h (最高21.6t/h) 出口压力无设计值。现在烟气未完全走余热锅炉, 烟气副线阀开5%, 100%负荷时, 余热锅炉产汽量约为19.8t/h, 出口压力4.26MPa;当处理量255t/h (约107%负荷) 时, 余热锅炉汽包蒸汽量为19t/h, 出口压力4.26MPa。余热锅炉汽包产汽量已超过正常操作的设计值, 逼近负荷上限。

5 优化改造目标

通过优化改造, 实现在110%负荷下装置稳定运行:

5.1 增加余热锅炉取热和产汽并汽能力

根据生焦率2.0%~2.2%, 通过风量、烟气量和产汽量, 对CO焚烧炉和余热锅炉的物料和热量核算。

在目前工况下, 余热锅炉系统排烟、上水温度高, 正常情况下产汽将可能增加10t/ h, 现有余热锅炉已不能满足110%长周期运行, 应通过改造, 满足以下要求:

(1) 余热锅炉汽包产汽量能满足正常30t/h, 最大50t/h。

(2) 汽包压力不超过4.3MPa。

(3) 汽包上水温度正常196℃, 不大于250℃。

(4) 余热锅炉排烟温度不考虑露点腐蚀, 降低到125℃左右。

(5) 在界区管网压力4.0M P a的情况下, 中压过热蒸汽并网量正常70t/h, 最大80t/h。

5.2 改造再生器汽提段, 设置再生催化剂冷却器

在再生汽提段设置催化剂冷却器, 按照通过给104℃除氧水过热, 将催化剂进反应器温度为475℃进行核算和设计。

5.3 将再生内取热保护蒸汽减压到0.46MPa, 作为甲醇蒸汽汽化器的热源

对再生器内取热保护蒸汽量和取热负荷进行核算, 通过设计减温减压器, 减压到0.46MPa, 用进料汽化器。

6 结论

包头煤制烯烃项目, 是国家“十一五”期间核准的第一个煤基制烯烃示范项目, 2010年时该项目实现了当年建成、投料试车, 并生产出合格的聚烯烃产品, 成功的领跑我国煤制烯烃项目, 为我国煤制烯烃产业的发展起到了关键作用。

开工后一段时间内, MTO生产负荷一直难以达到110%, 不能验证工业设计的生产负荷上限。所以, 我们对再生取热系统进行改造, 此举可以降低再生器旋分线速, 降低双动滑阀的开动和减少催化剂跑剂, 能够满足110%负荷正常生产、开停工和事故状态下的操作, 同时响应国家环保节能减排政策, 可谓是一举多得。

参考文献

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[2]李庆萍, 宋以常, 蔡永清.催化裂化装置培训教程[M].北京:化学工业出版社, 2006:171-175

[3]马伯文.催化裂化装置技术问答第二版[M].北京:中国石化出版社2008:38-140

MTO工艺技术篇6

以Henry Ford创立的大规模流水线为开始标志, 大规模生产模式在近几十年来一直成为制造业的主导生产模式。这种生产模式通过产品的批量化降低生产成本, 价格较低, 零部件高度互换, 功能固定。随着制造业从工业化时代迈进信息化时代, 维持大规模生产动态平衡圈的各个要素受到了巨大冲击。主要体现在:统一的市场向多元化的市场转变, 企业要想在市场上立足, 众多的细分市场不容忽略;大规模生产赖以生存的稳定市场发生裂变, 过去的买方市场变为卖方市场, 市场变得不可预测;产品生命周期缩短, 产品开发周期也相应缩短。客户更加渴望得到低成本、高质量、能满足其个性化需求的产品和服务。面向订单生产方式就是按照客户订单以及销售合同来组织安排生产的, 该生产方式对企业生产排程的能力具有较高要求。

生产排程问题又称生产作业计划或生产调度, 是指生产部门为完成销售部门下达的订单, 根据确定的生产计划和订单交货期安排, 按照产品的加工工艺路线, 将有限资源安排给不同的工作, 并决定何时开始, 由哪部设备加工, 并完成哪件工作, 并设法达到预定的如交货期要求和提高设备利用率的目标。当前国际国内市场瞬息万变, 企业要想在激烈的市场竞争中立于不败之地, 就要对客户和市场的要求做出快速响应, 按照市场的要求把低成本、高质量、短交货期的产品交付到客户手中。

1 约束理论 (TOC)

约束理论是由以色列物理学家埃利·格特拉特 (Eli Goldratt) 博士于20世纪80年代中期在他的最优生产技术基础上创立和发展起来的。

TOC的基本思想具体体现在9条原则上, 这9条原则是实施OPT的基石:①平衡物流, 而不是平衡能力。②非瓶颈资源的利用程度不是由它们自己的潜力决定的, 而是由系统的约束决定的。③资源的“利用”和“活力”不是同义词。④瓶颈上一小时的损失, 则是整个系统一个小时的损失。⑤非瓶颈获得的一个小时是毫无意义的。⑥瓶颈控制了库存和产销率。⑦转运批量可以不等于加工批量。⑧加工批量应是可变的, 而不是固定的。⑨安排作业计划应同时兼顾所有的约束, 提前期是作业计划的结果, 而不是预定值。

最优生产技术是由一组管理理念和规则组成的理论体系, 最初被理解为“对制造企业进行管理, 解决瓶颈的方法”。后几经改进发展成为“产销率、库存、运行费”为基础的指标体系, 逐渐形成了一种面向增加产销率而不是传统的面向减少成本的管理理论工具, 并且最终覆盖到企业管理的所有职能方面。

TOC的计划与控制是通过DBR系统实现的, 即“鼓” (drum) 、“缓冲器” (buffer) 和“绳子” (rope) 系统。瓶颈控制着企业生产的节奏——“鼓点”。要对瓶颈工序进行保护, 使其能力得到充分利用。为此一般要设置一定的“时间缓冲”。“绳子”起的是传递作用, 以驱动系统的所有部分按鼓的节奏生产。在DBR的实施中, “绳子”是由一个涉及原材料投料到车间的详细的作业计划来实现的。

2 研究的问题

TOC的基本原则之一是追求物流平衡而非生产能力的平衡, 生产能力的平衡实际是做不到的, 必须在市场波动这个前提下追求物流平衡。所谓物流平衡就是使各个工序都与瓶颈环节同步, 以求生产周期最短、在制品最少。制造资源计划将批量作为预先设置的参数来制定作业计划, 且批量的关系为:输入批量=加工批量=运转批量。事实上, 批量应是物流平衡的结果。TOC的九条原则之一就是转运批量可以不等于加工批量, 它采用动态批量法, 把批量分为加工批量 (指经过一次调整准备所加工的同种零件的数量) 和运转批量 (指工序间运送一批零件的数量) 两种形式。确定加工批量的大小应考虑资源利用情况、在制品库存水平及生产准备成本等;确定运输批量的大小应考虑物流平衡和运输工作量与运输费用等, 要考虑提高生产过程的连续性、平衡性, 减少工序间的等待时间和减少转运工作量与转运费用。二者考虑的出发点不同, 结果不一定相等, 一般地, 加工批量≥运转批量。瓶颈处加工批量要大, 以减少设备的调整次数;使瓶颈有效产出最大化;非瓶颈上的加工批量要小, 以降低在制品库存。因此, 同一工件在瓶颈资源和非瓶颈资源上的加工批量也可能不同, 在不同工序间运转批量也可能不同, 且批量大小是随着生产动态变化的。

批量大小的确定对计划的制定、库存水平、调度时间、加工周期、有效产出、交货期等都具有很重要的作用和影响, 并在很大程度上决定了系统的性能。

制造企业的关键约束是市场需求、生产能力和原材料供应。在给定的市场需求、原材料供应前提下, 确定和有效利用瓶颈资源对制订可行的生产计划至关重要。制定利用瓶颈资源的生产计划应该考虑三个要素:①加工批量;②转移批量;③生产排序。加工批量决定资源利用水平, 转移批量的大小对生产提前时间有直接影响, 生产排序则影响交货水平。

在MRPⅡ系统中采用最小单位费用 (LUC) 法等多种批量算法确定批量值。这些批量算法是以经济批量概念为基础的。Buxey指出了经济批量方法的局限性。这些方法忽略了生产能力要素, 若没有能力约束, 此时调整成本为零, 无需考虑批量 (批量为1) ;若存在能力约束, 上述方法可能导致车间超载, 使计划失效。因此, 批量的确定方法应建立在有效利用约束能力的基础上。

TOC的批量思想和Lot-streaming思想一致。文献[13]应用遗传算法 (Genetic Algorithm, GA) 对流水车间作业的n/m/F/Cmax的批量问题进行了研究;文献[14]对作业车间作业的批量大小进行了研究;文献[15]研究了总成本最低目标下的最优加工批量, 但是在批量的确定过程中, 未把瓶颈资源产生的影响 (物流平衡) 考虑进来。目前, 很多的研究都只是单独考虑加工批量或运转批量一种形式进行。另外, 在实际生产中, 当先前调度结果因为生产波动或其他情况需要赶工时, 往往会出现作业重叠与相同准备时间作业并批情况, 有关作业重叠的运转批量或相同准备时间并批的研究较偏重于静态或一次决策。因此, 在批量研究方面还需要进一步研究的问题有:建立批量整体模型, 研究加工批量与运转批量之间的关系。

3 模型构建以及分析

根据上述思想, 在给定产品订单、产品加工的过程信息条件下, 若生产系统存在瓶颈, 为满足产品需求量, 可以增加加工批量, 以减少瓶颈的调整次数, 同时要增加非瓶颈资源与瓶颈资源的转移批量次数, 使生产在制品减少。

MTO型生产方式为拉动型生产方式, 是由顾客订单驱动生产过程进行的, 而在其生产过程中, 根据约束理论, 决定其生产过程进度的是其约束瓶颈的生产能力, 因此, 本文就非瓶颈与瓶颈工序之间的产品的转移批量与生产批量构建模型如下。

产品生产过程中有n个工序, 现在假设第k个工序为瓶颈工序, 假设非瓶颈工序之间的转移批量为Qx, 同时工序k-1与工序k之间的转移批量为Qk, 下面对模型中的一些符号进行解释:

ti——i工序单件工时;TW——批制品的加工周期;Cl——单位产成品的生产过程物流费用;n——产品生产的工序数;ag——单位在制品单位时间占用费;af——单位产成品单位储存时间占用费;ax——个运输批在两工序间的一次运输费;QW——生产批量;Cz——单位在制品在生产过程中的工序间转移费用;QO——出货批量;qf——平均日需求量;AR——设备一次调整费;F $_{F}^{Δ}$ ——产品在仓库中停留时间。则生产过程中在制品占用形式主要为工艺在制品 (mp) 和运输在制品 (mt) :

mp= $\sum_{i = 1}^{n}$ siZi mt= (n-2) Qx+Qk, 其中si=i工序的工作地数;Zi=i工序上同时加工的制品数。

在多品种、成批生产条件下, 生产过程的同期化程度相对较低, 为了提高设备利用率, 同时保证较短的生产周期, 在制品在工序间一般可采用平行-顺序移动方式。参考单件转移、平行-顺序移动方式的生产周期算式:

T平-顺=Q $\sum_{i = 1}^{n}$ ti- (Q-1) $\sum_{i = 1}^{n - 1}$ ti短 (1)

式中:ti短——相邻工序前后两两相比较短的工序时间。

以一个运输批加工时间Qxti代替ti, QkTk代替tk, 一个生产批的运输批数QW/Qx代替Q, 可得一个生产批的生产周期算式:

由图1可知, 令QW=kQO可得单位产成品储存周期算式:

$Τ_{F} = (\frac{Q_{W}}{Q_{Ο}} - 1) R_{F} + Τ_{F}^{Δ} = (\frac{Q_{W}}{Q_{Ο}} - 1) \frac{Q_{Ο}}{Q_{f}} + Τ_{F}^{Δ} = \frac{1}{q_{f}} Q_{W} (1 - \frac{1}{k}) + Τ_{F}^{Δ} (3)$

由式 (2) 可得单位产成品一个生产周期内的占用费算式:

$C_{p} = [Q_{W} \sum_{i = 1}^{n} t_{i} - Q_{W} \sum_{i = 1}^{n - 1} t_{i 短} + Q_{x} \sum_{i = 1, i \neq k}^{n - 1} t_{i 短} + Q_{k} t_{k 短}] a_{g} (4)$

由式 (3) 可得单位产成品在出厂前的储存费算式:

$C_{F} = \frac{a_{f}}{2} [\frac{Q_{W} (1 - 1 / k)}{q_{f}} + Τ_{F}^{Δ}] (5)$

单位在制品在一个生产期内的工序间转移费用为:

$C_{z} = \frac{a_{x} (n - 2)}{Q_{x}} + \frac{a_{x}}{Q_{k}} (6)$

把产品在生产过程中的占用费用、存储费用、运输费以及分摊的设备调整费相加, 得到单位产品在一个生产流程中的物流费用

$C_{i} = [Q_{W} \sum_{i = 1}^{n} t_{i} - Q_{W} \sum_{i = 1}^{n - 1} t_{i 短} + Q_{x} \sum_{i = 1, i \neq k}^{n - 1} t_{i 短} + Q_{k} t_{k 短}] a_{g} + \frac{a_{f}}{2} [\frac{Q_{W} (1 - 1 / k)}{q_{f}} + Τ_{F}^{Δ}] + \frac{a_{x} (n - 2)}{Q_{x}} + \frac{a_{x}}{Q_{k}} + \frac{A_{R}}{Q_{W}} (7)$

由式 (7) 对QW、Qx、Qk分别求偏导, 即可得出成批生产中, 平行-顺序移动方式下, 存在瓶颈约束的生产系统中的最佳生产批量QW、非瓶颈工序间最佳转移批量Qx、非瓶颈工序与瓶颈工序间的最佳转移批量Qk如下:

$\begin{array}{l} Q_{W}^{*} = \sqrt{\frac{A_{R}}{[\sum_{i = 1}^{n} t_{i} - \sum_{i = 1}^{n - 1} t_{i 短}] a_{g} + \frac{(k - 1) a_{f}}{2 k q_{f}}}} (8) \\ Q_{x}^{*} = \sqrt{\frac{(n - 2) a_{x}}{a_{g} \sum_{i = 1, i \neq k}^{n - 1} t_{i 短}}} (9) \\ Q_{k}^{*} = \sqrt{\frac{a_{x}}{a_{g} t_{k 短}}} (10) \end{array}$

4 实例应用

一家玩具生产企业的一种玩具采用平行顺序移动生产方式, 如图1所示。由图可知, 有5个工序, 各个工序所用时间分别为:t1=15, tw=5, t3=20, t5=15。已知, 第3道工序为瓶颈工序, 即k=3, 单位在制品单位时间占用费ag=0.05元/天, 单位产成品储存费aF=0.03/天, 工序间一次转移费用ax=3元/天, 设备一次调整费AR=200元/次, 生产批量与销售批量的比为3, 平均日需求量qf=50件, 产成品入成品库时差T $_{F}^{Δ}$ =2天。

需要求解的问题是:

(1) 确定最佳生产批量和非瓶颈工序间以及非瓶颈工序和瓶颈工序间的最优转移批量;

(2) 单位产品在生产过程中的物流总费用。

该实例问题可以采用本文所建模型进行求解, 首先, 由上述已知数据可得

将所有数据分别代入 (7) —— (10) 式可得:

5 结束语

由于市场需求的变化以及生产技术的发展, 企业内部的生产方式逐渐由传统的备货型生产方式向按订单生产方式转变, 从而对企业的客户响应速度提出更高的要求, 要求企业的生产系统更加具有柔性。企业生产系统的利用率往往是由其瓶颈资源决定的。本文在约束理论的基础上, 按订单生产企业中, 多品种、成批生产方式下, 对生产过程非瓶颈工序之间、非瓶颈工序与瓶颈工序之间的转移批量、生产批量之间的关系进行了模型分析并将其应用到实际中去。证明了在实际生产过程中, 应该加大瓶颈工序的生产批量, 同时减少非瓶颈工序与瓶颈工序之间的转移批量, 增加转移次数, 以减少在制品库存, 降低产品的生产成本。

摘要：在约束理论的基础上, 按订单生产企业中, 成批生产方式下, 对生产过程非瓶颈工序之间、非瓶颈工序与瓶颈工序之间的转移批量、生产批量之间的关系进行了模型分析并将其应用于实际。证明了在实际生产过程中, 应该加大瓶颈工序的生产批量, 同时减少非瓶颈工序与瓶颈工序之间的转移批量, 增加转移次数, 以减少在制品库存, 降低产品的生产成本。

MTO工艺技术篇7

MTO反再系统的工艺操作模式分为完全再生和贫氧再生两种,装置开车初期催化剂活性高,积碳快,为尽可能的降低操作风险,避免催化剂碳堆积,采用完全再生的操作模式,伴随装置稳定运行后,为更好的稳定双烯收率,能量综合利用回收,采用贫氧再生模式,因此,如何快速、高效、安全的操作转换,在装置今后的开车和安全平稳生产中具有重要意义。

1 MTO反再系统工艺介绍

MTO(甲醇制烯烃)工艺技术,属于煤化工项目的新突破,在石油资源日益紧缺的条件下,利用煤基生产甲醇原料,进一步转化制取烯烃渐显优势。目前国内工业化项目应用主要有,大连化学物理研究所和中国石化洛阳工程有限公司共同开发的D-MTO工艺,中石化自主研发S-MTO工艺,以及国外UOP工艺技术。三种工艺技术在反再系统都采用循环流化床技术,在操作上有很多相似之处。

MTO反再系统主要由反应器和再生器两部分组成。反应主要是在反应器中进行,来自甲醇预热单元的气态原料甲醇与来自再生器再生斜管来的再生催化剂发生反应,生产品气从反应器顶部旋风分离器出口排出,进入产品气急冷单元。甲醇转化过程中会在催化剂上形成积炭,为保持高烯烃选择性和转化率,需要稳定控制催化剂积炭量。将反应后的待生催化剂通过待生催化剂斜管后送至再生器。在再生器中,焦炭燃烧生成的烟气从再生器顶部旋风分离器出口排出,进入三级旋风分离器。焦炭燃烧产生的热量通过再生器外取热器发生蒸汽。调整取热器流化风量来控制其取热负荷,从而控制再生温度,烧焦后的再生催化剂通过再生斜管返回到反应器。

2 完全再生模式和贫氧再生模式控制指标分析比较

MTO反再系统操作模式主要有完全再生和贫氧再生两种工艺操作模式。其主要区别在于通过控制进入再生器中的主风量和氮气量,改变再生催化剂定碳量,更好的控制催化剂与甲醇反应过程,提高选择性,稳定双烯收率。

(1)完全再生模式。完全再生通过过量的主风量中氧气与来自反应器的待生催化剂积碳烧焦反应,在氧含量过剩情况下,烧焦至催化剂积碳为零,通过再生斜管进入反应器循环。

完全再生模式运行优点:操作控制相对简单易控,碳堆积现象发生率低;缺点:双烯收率波动偏大,余热锅炉热量回收少,利用率低。

(2)贫氧再生模式。贫氧再生通过减少进入再生器的主风量,补充氮气量,在氧气不足的情况下烧焦,保留催化剂带有一部分积碳,同样通过再生斜管进入反应器循环。

贫氧再生模式运行优点:双烯收率相对稳定,余热锅炉热量回收充分;缺点:操作控制相对精细,对定碳量、DME控制要求高。

以下为在实际装置中操作控制指标、双烯收率分析比较。

3 操作转换控制要点

(1)由完全再生模式转换贫氧再生模式前,催化剂须经过完全烧焦24小时。转换过程中通过主风量和氮气量切换,逐渐降低主风机负荷,缓慢增加氮气量,同时观察再生器烟气中氧含量下降速度,CO含量升高情况,操作切换要慢。

(2)观察再生器烟气中氧含量由3-6v%降至0时,减主风速度要快,并密切关注主风机防喘振曲线,保证主风机平稳运行,当烟气中CO浓度升高12-15v%,同时注意余热锅炉操作尽量保证余锅温度平缓上升,通过调整鼓风机风量控制余锅温度,并相应调整蒸汽管网。

(3)转换过程中每隔1小时取再生剂、待生剂样,根据分析再生剂定碳量,调节再生、待生滑阀开度,通过控制两器循环量,最终实现再生剂定碳1.0-2.0wt%,待生剂定碳4.0-5.0wt%的控制目标。

(4)切换过程根据再生器烧焦程度可相应提高操作负荷,提量过程必须及时与分离单元联系好,控制好产品气压缩机入口压力,也即反应压力。同时注意观察包括反应再生压力、反应再生温度、蒸汽管网等。