天然气化工3.docx

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天然气化工3

天然气化工调研陈诉

一、前言

二、天然气化工技能

⒈富乙烷、丙烷天然气用于裂解制乙烯

⒉乙烷催化联产乙烯和醋酸

⒊天然气生产合成氨和甲醇

⒋天然气制二甲醚

⒌天然气通过甲醇生产烯烃

⒍天然气制合成油

⒎甲烷氧化偶联制取乙烯

⒏天然气制乙炔

三、天然气化工开发明状

⒈外洋研究开发明状

⒉海内研究开发明状

四、阐发与发起

五、主要参考文献与信息来源

阐发与发起：

⒈天然气是以甲烷为主要成份的混淆物，从中疏散出甲烷（甲烷气、干气）、液化石油气（主要由丙烷和丁烷组成）和稳定轻烃（为C5+），天然气凝液（NGL）是石油化工的主要原料之一。

因此，天然气化工利用方案也可归纳综合为以下四个方面（详见文内表格）。

⒉我国天然气资源陆上占78.6%，海疆占21.4%。

陆上天然气资源漫衍在西部，而主要市场又在东部，长距离管输用度使有些用户难以蒙受（据测算，新疆天然气到上海门站的管输费高达0.884元／立方米，占到上海气价1.304元／立方米的68%）。

⒊与世界情况差别，我国天然气代价偏高，约比中东高4～8倍、为美国的1.2～1.5倍，因此在利用和开采上都受到一定限制，使得生长天然气化工难以蒙受。

只有某些高附加值深加工的天然气化工产物才气蒙受较高的天然气价。

上海地域生长天然气化工尤其要进行多步深加工，提高蒙受天然气价高的能力。

⒋按天然气1.35元/m3，鲁奇低压法天然气合成甲醇比鲁奇低压法煤制甲醇的生产本钱高。

当天然气代价降至0.69元/m3，其生产本钱与煤制法相当（见本文盘算）。

因此难以在上海用天然气制甲醇与合成氨。

⒌我国天然气化工向精细化偏向生长的障碍是技能缺乏。

天然气生产乙烯技能，外洋正转入中间试验阶段，他们愿意与我国互助中试；到上海天然气中有10～20%的乙烷，大庆已有一套天然气制乙烯装置。

2002～2005年，南非、美国和澳大利亚等国将上马8个天然气合成油项目。

外洋天然气合成油技能已趋成熟，引进外洋技能和资金，是天然气化工向精细化偏向生长的一条捷径。

⒍我们推荐天然气制乙炔，一是乙炔化工有许多下游高附加值产物，二是情况友好工艺。

川维引进技能是乐成的。

一、前言

天然气不但是一种清洁能源，并且是一种优质的原料。

世界上76%的合成氨、80%的甲醇39%的乙烯由天然气为原料制取。

第16届世界石油大会的陈诉认为，全球天然气需求将从目前2.6×1012m3增加到2020年4.9×1012m3。

约在2040年,世界天然气供给量将凌驾石油和煤炭，天然气所占比例将从2000年24.7%上升到2040年51%。

天然气供给量的增长为天然气化工的生长创造了良好条件。

图1是今世天然气化工利用示意图。

图1天然气化工利用示意图

二、天然气化工技能

⒈富乙烷、丙烷天然气用于裂解制乙烯

世界富产天然气的地域都将廉价的天然气用作裂解装置制乙烯，大大提高了裂解制乙烯的经济性。

乙烷裂解制乙烯流程如图2。

原料乙烷与循环乙烷混淆，经热水预热后送入裂解炉的对流段，参加一定比例的稀释蒸汽后进一步预热，然后进入裂解炉的辐射段产生裂解。

从裂解炉出来的裂解气经废热锅炉迅速冷却，产生高压蒸汽后送入骤冷塔。

裂解气在骤冷塔进一步冷却，使其中的水和重质物冷凝下来，并从塔底分出，送收集罐进一步处置惩罚。

从骤冷塔出来的裂解气经四段（或五段）离心压缩机压缩。

从三段（或四段）压缩机出来的裂解气经碱洗塔撤除其中的酸性气体，经乙炔转换塔撤除其中的乙炔，然后送入四段（或五段）压缩，从最后一段压缩出来的裂解气经干燥塔撤除其中的水分后送入乙烯／丙烯阶式冷冻系统，在此分出氢气，并使烃类全部冷凝。

冷凝液首先进入脱甲烷塔，塔顶撤除甲烷，塔底物送入脱碳二塔。

脱碳二塔塔顶馏分为碳二，送入碳二分馏塔。

碳二分馏塔塔顶得产物乙烯，塔底物为乙烷，供循环裂解。

脱碳二塔塔底物含有碳三及重质烃，经燃料气蒸发器，变为重质燃料气和液体燃料。

消耗定额（以生产1t乙烯计）

乙烷

1.246t

催化剂／化学品

2.03美元（1992）

电

35kWh

冷却水

426t

燃料

16.90×106kJ

丙烷裂解制乙烯流程如图3。

原料丙烷与蒸汽混淆（蒸汽与丙烷的混淆比约为0.3）后送入裂解炉，裂解温度约900℃，停留时间约5s。

裂解气先经废热锅炉冷却，产生高压蒸汽，然后进入骤冷塔，用循环水进一步冷却，使其中的水和重质物冷凝下来从塔底分出。

从骤冷塔出来的裂解气送入压缩和疏散系统。

压缩接纳四段或五段离心压缩。

裂解气在最后一段压缩之前经乙醇胺处置惩罚和碱洗，撤除其中的二氧化碳和硫等酸性气体。

经最后一段压缩的裂解气送入干燥塔撤除痕量的水分，然后经乙烯／丙烯阶式冷冻系统，在此疏散出氢气，并使烃类全部冷凝，冷凝液进入脱甲烷塔，塔顶撤除甲烷，塔底物送入脱碳二塔。

脱碳二塔塔顶馏分经乙炔转换塔加氢撤除炔烃后送入碳二分馏塔，塔顶得产物乙烯，塔底物为乙烷循环回裂解炉。

脱碳二塔塔底物与裂解气冷凝液汽提塔塔底物一起送入脱碳三塔，塔顶为粗碳三馏分，经催化加氢撤除甲基乙炔和丙二烯后送入碳三分馏塔，塔顶得产物丙烯，塔底物为丙烷，循环回裂解炉，脱碳三塔的塔底物和从骤冷塔接纳的粗汽油一起进入脱碳四塔，从中接纳出少量的碳四馏分。

消耗定额（以生产1t乙烯计）

丙烷

2.246t

催化剂／化学品

2.70美元（1992）

电

40kWh

冷却水

350t

燃料

21.02×106kJ

据统计，美国乙烯能力（2718×l04t/a）的75%左右接纳乙烷和丙烷为原料,沙特阿拉伯乙烯能力（565×l04t/a）的85%接纳乙烷和丙烷为原料,加拿大阿尔伯达所有的乙烯装置也都接纳乙烷为原料。

2000年加拿大建成世界上最大的127×l04t/a乙烷裂解装置。

中东以乙烷为原料生产乙烯，是世界上原料用度最低的地域。

该地域乙烷代价为0.75美元／106BTU（37.5美元／t），从而使其乙烯生产本钱低达100美元／t。

亚太地域马来西亚、澳大利亚、印度接纳乙烷原料的乙烯装置生产本钱为200～240美元／t美国墨西哥湾沿岸为250美元/t。

相比之下，新加坡、泰国、印度尼西亚、印度、台湾省接纳石脑油原料的乙烯生产本钱约为320～400美元／t之间,韩国和日本为480～500美元/t。

而我国石脑油／瓦斯油裂解装置的乙烯生产本钱高达530美元／t。

⒉乙烷催化联产乙烯和醋酸

乙烷催化联产乙烯和醋酸的工艺近年得到开发。

沙特阿拉伯沙特底子产业公司（Sabie）开发了接纳经磷革新的钼-铌-钒酸盐催化剂（Mo2.3V1.0Nb0.32Px）的乙烷联产乙烯和醋酸新工艺。

乙烷和空气（15／85.0）在260℃和1.38MPa下通过催化剂（x－0.042），在转化率53.3%时，生产醋酸和乙烯的选择性分别为49.9%和10.5%。

Sable巳在延布建立3×104t／a装置,定于2003年开工。

生产20×104t／a醋酸的装置也可望2004年投产,为35×104t／a对苯二甲酸装置提供醋酸溶剂。

⒊天然气生产合成氨和甲醇

天然气生产合成氨和甲醇是目前天然气化工利用的一条重要途径，技能成熟，可大范围组织生产。

★高压天然气合成甲醇

经压缩后的合成气在活性炭吸附器中脱除五羰基碳后，同循环气一起送入管式反响器中。

在350℃和30.0MPa压力下，一氧化碳和氢通过催化剂层，反响生成粗甲醇。

含粗甲醇的气体经冷却器冷却后，迅速送入粗甲醇疏散器中，使粗甲醇冷凝，未反响的一氧化碳和氢循环回反响器。

冷凝的粗甲醇进入精馏装置，在第一分馏塔中分出二甲醚和甲酸甲酯及其它低沸点不纯物，在第二分馏塔里撤除水和杂醇，得到精甲醇。

高压天然气合成甲醇流程见图4。

消耗定额（按生产1t甲醇计）

天然气

900Nm3

电

63kWh

锅炉给水

0.72t

冷却水

57t

★中压天然气合成甲醇

原料、燃料天然气和弛放气在转化炉内燃烧加热，转化炉管内填充镍催化剂。

从转化炉出来的气体进行热量互换后，送入合成气压缩机，经压缩与循环气一起，在循环压缩机中预热。

然后进入合成塔，其压力为8.0MPa，温度为220℃。

在合成塔里，合成气通过催化剂生成粗甲醇，塔内冷激型，接纳合成反响热产生中压蒸汽。

出塔气体预热进塔气体，然后冷却，将粗甲醇在冷凝器中冷凝出来。

气体大部分循环，其余弛放用作转化炉燃料。

粗甲醇在拔顶塔和精制塔中，经蒸馏疏散出二甲醚、甲酸甲酯及杂醇油等杂质，即得精甲醇产物。

中压天然气合成甲醇流程见图5。

消耗定额（按生产1t甲醇计）

天然气+一氧化碳

600～650Nm3

燃料

150～200Nm3

电

10～20kWh

锅炉给水

1.0～2.0t

冷却水

200～250t

★鲁奇低压法天然气合成甲醇

天然气经脱硫至0.1×10-6以下后，送入蒸汽转化炉中，天然气中所含的甲烷在镍催化剂作用下转化成含有一氧化碳、二氧化碳及惰性气体苯的合成气。

合成气经冷却后，送入离心式透平压缩机，将其压至4.0～5.0MPa压力后，送入合成塔。

合成气在铜催化剂存在下，反响生成甲醇。

合成甲醇的反响热用以产生高压蒸汽，并作为透平压缩机的动力。

合成塔出口含甲醇的气体先与混淆气换热冷却，再经空气或水冷却，使粗甲醇冷凝，在疏散器中疏散。

冷凝的粗甲醇至闪蒸罐闪蒸后，送至精馏装置精制。

粗甲醇首先在初馏塔中脱除二甲醚、甲酸甲酯及其它低沸点杂质。

塔底物即进入第一精馏塔。

经蒸馏后，50%的甲醇由塔顶出来，气体状态的精甲醇用来作为第二精馏塔再沸器加热的热源，由第一精馏塔底出来的含重组分的甲醇在第二精馏塔内精馏，塔顶部出精甲醇，底部为残液，第二精馏塔来的精甲醇经冷却至常温后，送入贮槽，即为纯甲醇制品。

鲁奇低压法天然气合成甲醇流程见图6。

消耗定额（按生产1t甲醇计）

H2／CO以化学计量比

H2／CO以非化学计量比

天然气

23×106kJ

2.9×107kJ

燃料

5.9×106kJ

2.1×106kJ

二氧化碳

151Nm3

电

50kWh

锅炉给水

0.70t

0.82t

冷却水

45m3

50m3

★托普索（Topsφe）低压天然气制甲醇

接纳氧化锌床脱硫，若天然气含有有机硫时，则用镍-钼加氢脱硫，H2从弛放气中提取，

接纳较高的预热温度，使天然气／工艺蒸汽预热至600℃以上，燃烧空气预热至400℃以上，转化炉操纵压力1.4～2.0MPa，H20／CO=2.5～3.0。

转化气中残余甲烷为3%。

接纳一台蒸汽透平驱动的离心式压缩机，转化用工艺蒸汽由主压缩机透平得到，循环比为3.66～5.17。

托普索低压工艺接纳冷激式绝热合成塔内装三层或五层MK-101型铜系高活性催化剂，合成塔内装有间接热互换器，产生的蒸汽用来供能量平衡。

合成压力7～9MPa，反响温度215～310℃，合成塔出口气体中甲醇浓度为4.5%（体积）。

粗甲醇含水15%（重量），接纳两塔精馏，第一塔为加压塔，塔顶冷凝器为第二塔底的再沸器。

经蒸馏后的甲醇在冷凝器中冷凝得精甲醇制品。

托普索（Topsφe）低压天然气制甲醇流程见图7。

消耗定额（按生产1t甲醇计）

天然气（原料、燃料）

31.40GJ

电

80kWh

冷却水

149m3

能耗

32.66GJ

★ICI公司低压法天然气制甲醇

天然气经加氢脱除硫化物后，与蒸汽混淆，预热进入加压蒸汽转化炉。

在800～850℃进行烃类蒸汽转化反响，产生合成气。

合成气换热后，在透平压缩机内升压至5.07MPa，与压缩后的循环气混淆，混淆气分为两股，主流经热互换器预热至245℃，进入合成塔，支流作为冷激气流以控制合成塔内催化剂床层的温度。

合成气在合成塔内的ICI-51-1型铜基催化剂上猛烈反响，生成甲醇。

含甲醇的蒸汽经热互换器换热，送入水冷凝器，冷凝得到粗甲醇。

粗甲醇在疏散器中进行气液疏散。

分出未反响气体返回循环压缩机升压。

液态粗甲醇送入闪蒸塔，降压至0.34MPa，使溶解的气体在此被闪蒸出来，闪蒸气用作燃料。

闪蒸后的粗甲醇进行双塔蒸馏，在第一蒸馏塔中撤除挥发性杂质，在第二蒸馏塔中撤除水及高级醇，从而得到精甲醇。

ICI公司低压法天然气制甲醇流程见图8。

消耗定额（按生产1t甲醇计）

天然气

3.14×107kJ

电

43kWh

冷却水

250m3

锅炉给水

0.9t

★天然气加压蒸汽转化法（凯洛格制氨流程）

天然气原料经天然气压缩机升压并预热后，经乙醇胺或加氢转化脱除硫化物，残余的硫则接纳氧化锌脱硫。

从氧化锌脱硫槽出来的原料气和工艺蒸汽混淆，进入一段炉，在对流段进一步预热，然后漫衍到一段炉辐射段触媒管中，在镍触媒作用下，烃类化合物转化成H2、CO、CO2。

转化气经过上升管进入二段转化炉。

一段转化历程所需的热量由天然气燃烧供给，天然气燃烧所需空气借一段炉烟道气预热后送入烧嘴，最后烟道气排入大气。

二段炉上部为铬基触媒，下部为镍触媒，在此与预热过的空气混淆，以供给氨合成所需的氮气。

因此，要求二段炉出口的粗原料气中H2+CO/N2为33.1～3.2左右（分子比）。

气体燃烧时放出的热量可供余的甲烷进行转化，通过二段转化，使残余的甲烷量降为0.3%～0.5%（干基）左右。

二段转化炉出口气体直接进入废热锅炉，在此副产蒸汽供驱动离心式压缩机。

最后转化气进入变更炉。

为了平衡装置的蒸汽用量，系统中设置了一台以天然气为燃料的帮助锅炉，帮助锅炉的烟道气与对流段共用一个烟道，由引风机拌入大气。

帮助锅炉与全系统废热锅炉适用一个汽包，产生高压蒸汽。

经过变更后的气体进入脱碳工序，接纳改进本菲尔脱碳工艺。

经脱碳后的气体进入甲烷化炉，气体中残余CO和CO2经甲烷化反响酿成蒸汽和甲烷。

经过净化后的原料气切合合成氨反响的氢氮混淆气

要求。

混淆气经分子筛干燥后进入合成气压缩机压缩到10.0或15.OMPa，送入合成塔进行反响。

为了接纳合成反响中的热量，设废热接纳器。

由于气体一次通过合成塔只能有10%～20%的氢氮气反响，所以需要将出塔气体冷却，使产物氨冷凝分出，未反响气体重新循环回合成塔。

合成塔为卧式合成塔。

为提供疏散产物所需的冷源，设有冷冻工序，以氨作为冷冻介质循环使用。

经冷冻后即得产物氨。

为了接纳弛放气和吹出气中的氢，系统设有膜接纳氢装置。

天然气加压蒸汽转化法（凯洛格制氨流程）见图9。

消耗定额（以生产1t氨计）

天然气

28.88GJ

电

17kWh

锅炉水

1m3

冷却水

220m3

★天然气蒸汽转化法（布朗制氨流程）

原料天然气经天然气压缩机一段压缩后，部分进入燃气轮机作为燃料，以蒸汽驱动空气压缩机，其余部分进入分子筛脱硫槽脱除硫醇及其它硫化物。

出分子筛脱硫槽的气体与合成系统来的返回气一起进入钴钼加氢脱硫槽脱除残余硫，然后与工艺蒸汽混淆后进入一段转化炉，在对流段进一步预热，然后漫衍到一段炉装有镍触媒的转化管中，在镍触媒作用下，烃类转化为H2、CO、CO2，接着一段转化气进入二段转化炉的顶部。

二段转化炉内装有镍铬基触媒，转化气在此与空气压缩机送来的工艺空气混淆，参加二段炉的工艺空气量，大大凌驾合成原料气中氢氮比的所需量。

过量的氮将在深冷净化系统中脱除。

二段转化炉出口气体经废热锅炉接纳高压蒸汽后，进入高、低温变更，使CO产生变更反响生成CO2+H2，气体热量被接纳后进入脱碳系统，脱碳接纳二乙醇胺溶液把气体中的二氧化碳吸收，随后又将溶液加热并减压，使二氧化碳释出作为副产物，溶液则是循环使用。

然后气体进入甲烷化炉，把气体中残余的CO和CO2与氢反响生成甲烷和水。

出甲烷化炉的气体再经分子筛干燥器脱除水和残留的CO2，然后进入深冷净化系统。

在深冷净化系统中，气体被净化至氢氮比为3：

1，气体经加压后进入合成系统，合成系统的合成塔一般设两塔或三塔，塔间均设废热接纳装置。

为了提供疏散液氨所需的冷源，系统内设有冷冻装置，以氨作为冷冻介质循环使用，经冷冻疏散后即得产物氨。

天然气蒸汽转化法（布朗制氨流程）见图10。

消耗定额（以生产1t氨计）

天然气

93ONm3

电

0.27kWh

输出蒸汽

1.49t

能耗

28.0GJ

目前世界上最大的甲醇厂范围巳达97.5×104t/a。

甲醇是根本有机原料，其自身价位较低，附加值不高，但衍生产物较多。

甲醇是生产汽油组分MTBE（甲基叔丁基醚）的重要原料，甲醇生产MTBE约占甲醇消费量的37%，鉴于美国汽油中可能禁用MTBE的趋势，致使甲醇的市场前景也扑朔迷离，将处于产能过剩的局面。

但是，甲醇燃料电池的开发和应用，可望在10年后给甲醇的应用带来灼烁前景。

甲醇是一种理想的液体贮氢介质，在常温下为液体，可像汽油和柴油燃料那样运输、储存和处置惩罚。

巴斯夫开发了甲醇转化制氢用的氧化铜催化剂，甲醇和水混淆进入转化器，高活性催化剂可使甲醇转化产生大量氢气。

甲醇可望成为未来情况友好的燃料电池所用的燃料。

目前，甲醇的年需求量为2800×104t，据预测,燃料电池使2010年甲醇需求增加70×104t、2015年增加850×104t、2020年增加6000×104t。

从恒久看，燃料电池产业将为甲醇产业的生长提供巨大潜力。

⒋天然气制二甲醚

二甲醚生产可接纳合成气制甲醇、甲醇脱水二步法和合成气制二甲醚一步法工艺。

一步法工艺由哈尔德·托普索（HaldorTopsoc）公司和空气产物－化学品公司开发,目前尚未能与二步法竞争。

★天然气经甲醇脱水制二甲醚

工艺框图见图11。

天然气经脱硫后，进行换热式二段串联转化为合成气，合成气经热接纳、热互换、冷却后，在5.0MPa压力下与循环气混淆后进入管式甲醇合成反响器和三塔精馏得到精甲醇。

甲醇经气化后经热互换进入脱水反响器反响得到粗甲醚；粗甲醚经精馏得燃料级二甲醚，精馏塔釜液为未反响的甲醇和生成的水，返回甲醇精馏系统。

消耗定额（以生产1t二甲醚计）

天然气

1028Nm3

氧气

492Nm3

催化剂

59.4元

循环冷却水

360t

脱盐水

3t

电

20kWh

蒸汽

3.2t

★一步法浆态床合成二甲醚

图12为工艺流程框图。

天然气经脱硫后，参加蒸汽、接纳的CO2和氧气在转化炉内进行自热转化为合成气，合成气经热接纳、热互换、冷却后，在5.0MPa压力下与循环气混淆后进入浆液反响器反响合成二甲醚和甲醇。

反响器温度控制在250℃，催化剂为合成甲醇催化剂／脱水催化剂组成，甲醇催化剂可用铜锌铝催化剂，脱水催化剂为γ-Al2O3，在惰性油中负载量为5%～25%，粒度为140目，空速为6000Nl/kgcat·h反响器流出物经热互换后，冷却冷凝进疏散器，未反响的气体大部份循环，少部份气体经变压吸附（PSA）接纳含碳气体后放空，接纳气返回造气系统；冷凝下的液体经脱二氧化碳塔脱除二氧化碳并返回造气系统；塔釜液进入精馏塔，塔顶得二甲醚产物，塔底得甲醇。

甲醇返回浆液反响器中转化为二甲醚。

消耗定额（以生产1t二甲醚计）

天然气

1200Nm3

氧气

515Nm3

催化剂

49.4元

循环冷却水

340t

脱盐水

1.2t

电

25kWh

二甲醚作为车用代用燃料具有低排放污染的综合优势。

托普索进行二甲醚燃料在中型汽车运行时的尾气排放试验表明，CO、碳氢化物、NOX与美国加州颁布的中小型汽车尾气排放尺度相比，分别低55%、83%、4%，明显低于优质汽油。

美国有关试验也证明，二甲醚作为柴油车燃料可满足1988年美国加州超低排放法例的要求。

与柴油相比，二甲醚十六烷值高27%，燃烧性能更好。

近年来，不少国度和跨国公司均认为二甲醚是极好的柴油替代燃料。

日本钢管株式会社（NKK公司）巳将甲醇脱水生产二甲醚工艺由5t/d放大到500t/d。

日本现年产量为1×104t。

日本4家石油和化工公司创建合资企业，以在2006年实现商业化生产为目标，将利用澳大利亚海底气田天然气生产二甲醚，然后运往日本使用。

目前世界二甲醚年生产能力凌驾15×104t，年产量在10×104t以上,预计2001年世界需求量为18×104t。

BP公司和印度也筹划投资6亿美元建立商业范围二甲醚生产厂。

拟利用24×103m3/d天然气，年生产二甲醚180×104t,拟2005年投产。

⒌天然气通过甲醇生产烯烃

UOP／Hydro公司开发乐成天然气转化制甲醇（GTM），甲醇再转化制烯烃（MTO）的二步法工艺（见图13）。

在MTO工艺中，接纳流化床反响器，催化剂连续再生。

催化剂为非沸石分子筛的MTO-100催化剂。

粗（不脱水的）甲醇进入低压反响器，甲醇转化率高达99%以上，乙烯和丙烯有很高的选择性。

接纳部分设计可包罗产物水接纳和循环系统、CO2脱除系统、干燥器、脱乙烷塔、乙炔饱和单位、脱甲烷塔和脱丙烷塔。

可得到99%以上的纯度聚合级乙烯和丙烯。

MTO工艺的乙烯和丙烯产率可高达80%（甲醇碳基准）。

改变操纵条件，可调治乙烯／丙稀比为0.75﹕1～1.5﹕1（见表1）。

MTO工艺历程的物料平衡见表2。

表1MTO工艺产物的灵活性

高乙烯工况

（C2H4﹕C3H6=1.5﹕l）

高丙烯工况

（C2H4﹕C3H6=0.75﹕l）

乙烯，%

丙烯，%

混淆C4，%

副产物，%

46

30

9

15

34

45

13

8

表2MTO工艺历程的物料平衡

进料,t/d

产物，t/d

产率，%（碳基准）

甲醇

乙烯

丙烯

丁烯

C5

H2、C4－C3饱和烃

COX

焦炭

水

2370

-

-

-

-

-

-

-

-

-

500

345

100

25

37

5

30

1328

-

48.0

33.0

9.6

2.4

3.5

0.5

3.0

-

埃及苏伊士（Suez）石化联合企业将在世界上首次产业化应用UOP／诺斯克·海德罗甲醇制烯烃（MTO）技能，该技能生产的烯烃将接纳UniPol工艺生产40×104t/a聚乙烯（HDPE/LLDPE）和聚丙烯。

该装置定于2004年投产。

该天然气生产聚合物（GTP）途径可以最低生产用度生产PE和PP，可高效利用贫（高甲烷含量）天然气。

这一GTP途径将具有经济上的竞争优势。

⒍天然气制合成油

该途径是天然气经合成气由费-托合成生产合成原油。

由于费-托合成新型钴基催化剂和淤浆床反响器的技能进步，使该途径天然气制合成油（简称GTL）的投资和操纵用度大大低落。

目前GTL的生产本钱巳可与18－22美元／桶原油代价相竞争，为该途径生产合成油注入了新的活力。

同时，通过费-托法工艺将天然气转化成合成油的柴油燃料含硫小于1μg/g、芳烃含量小于1%（V）、十六烷值大于70,面对当今世界柴油低硫、超低硫（含硫30－15μg/g）范例的挑战,费-托法合成油技能为生产清洁燃料开辟了一条新途径。

费-托法GTL技能由三部分组成：

天然气由部分氧化或蒸汽转化生产合成气,费-托法将合成气转化成合成油（条件：

19O－25O℃,1－4MP,H2／CO=1.5～3,接纳Co或Fe催化剂）合成原油再经加氢异构改质生产石脑油、煤油、柴油、润滑油和特种产物。

三个步调的投资比例分别占55%、30%和15%。

费-托合成液体烃不含硫，生产的柴油与通例柴油相比,汽车排放的烃类（HC）淘汰16%、CO淘汰29%、NOx淘汰14%，颗粒物质淘汰46%。

费-托合成液体烃还可用于生产第Ⅲ类高级润滑油和特种化学品。

正构石蜡可用于生产洗涤剂中间体（线性烷基苯、醇类等），生产增塑剂、帮助化学品、添加剂等的中间体。

GTL典范的工艺有埃克森美孚AGC-21工艺（见图14）、壳牌公司SMDS（壳牌中间馏分