1大唐煤化工项目鲁奇三合一装置工艺概况2一、三合一装置简介3LurgiLurgi技术技术技术技术气体净化气体净化气体净化气体净化甲醇合成甲醇合成甲醇合成甲醇合成MTPMTP专利专利专利专利RectisolRectisol OxyClaus OxyClaus LTGT LTGT Mega MethanolMTP 产量产量产量产量合成气：合成气：合成气：合成气：18417t/d18417t/dCO2CO2气：气：气：气：6778t/d6778t/d液态硫：液态硫：液态硫：液态硫：116.5t/d116.5t/d精甲醇：精甲醇：精甲醇：精甲醇：5000.3t/d5000.3t/d丙烯：丙烯：丙烯：丙烯：1423.9t/d1423.9t/d乙烯：乙烯：乙烯：乙烯：69.6t/d69.6t/dLPGLPG：109.1t/d109.1t/d汽油：汽油：汽油：汽油：546.7t/d546.7t/d三合一装置是指大唐国际引进德国鲁奇公司的三项专利技术：低温甲醇洗脱硫脱碳工艺、百万吨级甲醇合成工艺和甲醇制丙稀MTP工艺 （Methanol to Propylene） 的总称，同时包括CO变换单元。其中甲醇制丙烯装置为目前世界上首套工业化装置4三合一装置各单元三合一装置各单元三合一装置主要负责将煤气化装置产生的粗煤气进行精制，得到的合格合成气体在甲醇合成塔中合成甲醇，同时进行精制，为丙烯生产装置提供原料。三合一装置构成如下：序号序号装置名称装置名称系列数系列数主要功能主要功能一氧化碳一氧化碳变换变换工序工序3 3将粗合成气中的部分将粗合成气中的部分COCO转转化化为氢为氢气气40004000 酸性气体脱除酸性气体脱除工序工序1 1脱除脱除变换变换气中酸性气体，制得合格的甲气中酸性气体，制得合格的甲醇合成原料气醇合成原料气45004500 硫回收装置硫回收装置1 1处处理含硫理含硫废废气，回收硫磺，保气，回收硫磺，保护环护环境境50005000 甲醇装置甲醇装置1 1生生产产甲醇，甲醇，为为丙丙烯烯装置提供原料装置提供原料60006000 丙丙烯烯生生产产装置装置MTPMTP1 1用甲醇合成丙用甲醇合成丙烯烯，同，同时时通通过过精制，得到精制，得到丙丙烯烯、乙、乙烯烯，为为聚丙聚丙烯烯装置提供原料，装置提供原料，同同时时得到汽油、得到汽油、LPGLPG等等产产品。品。 567本界区原料、产品方案本界区原料、产品方案粗煤气：640万吨/年甲醇：168万吨/年丙烯：47万吨/年硫磺：3.8万吨/年乙烯：2.3万吨/年LPG：3.64万吨/年汽油：18.2万吨/年二氧化碳：200万吨/年82、各装置工艺流程简介92.1CO变换单元10本单元主要的任务是利用一氧化碳和水蒸汽反应将来自煤气化单元的粗煤气中过量的一氧化碳转化成甲醇合成反应所需的大量氢气。主要反应方程式：CO+H2OCO2+H2+2.33 KJ/mol130.6,275t/h来自气化中压蒸汽分离器过滤器第一变换炉第二变换炉分离器一氧化碳变换工艺流程简图粗煤气来自煤气化装置247244.48Nm3/h170，3.8MPa（a）H2：17.2%；CO：46.4%；CO2：12%；H2O：23.1%冷凝液去气化来自电厂脱盐水25,275t/h粗合成预热器2202665.1MPa600t/h260H2：30.6%；CO：9.1%；CO:27.3%；H2O：32.2%272450 330 H2：38.8%；CO：5.9%；CO:35.1%；H2O：19.3.2%40变换气去低温甲醇洗装置257600Nm3/h40，3.4MPa（a）H2：42.5%；CO：18.5%；CO2：37.5%；H2O：3%除盐水加热器中压蒸汽过热器361SA387Gr.11CL.2+SA34712煤气化装置来的粗煤气，气量247244.48Nm3/h，温度170，压力3.8MPa。首先进入粗煤气分离器，分离出水、煤灰后再进入粗煤气过滤器，过滤一些杂质，然后进入粗煤气加热器，加热至220，在蒸汽混合器中配入600t/h饱和中压蒸汽，再经过粗煤气换热器加热以温度260进入第一变换炉，出第一变换炉后的反应气温度为450 依次经过中压蒸汽过热器、粗煤气换热器、粗煤气加热器换热，以251.6 进入第二变换炉。出第二变换炉的反应器以361 依次经过废锅、第二除盐水加热器、分离器，分离出的气体以40 , 3.42MPa送到下一单元低温甲醇洗单元。一氧化碳变换简易流程概述132.2低温甲醇洗单元14本单元主要的作用是利用甲醇在低温下对酸性气体溶解度大，可以将其有选择性地吸收的特性，将来自CO变换单元的变换气中多余的CO2以及对甲醇合成催化剂有毒害作用的硫化氢等杂质脱除，使净化后的气体成为适合于甲醇合成反应所需的净煤气 。本单元主要是采用一些化工单元操作，属物理过程，不涉及化学反应。15中压闪蒸塔变换气来自低温甲醇洗780242Nm3/h40，3.3MPaH2：42.5%；CO：18.5%；CO2：37.5%；H2S：0.43%锅炉给水氨洗塔去水处理合成气去甲醇单元甲醇洗涤塔丙稀制冷剂富CO2甲醇富H2S甲醇去再吸收塔精洗甲醇来自热再生塔去再吸收塔闪蒸汽压缩机变换气洗涤-19.9绕管换热器-42.6493934.5Nm3/h30，3.2MPaH2：66.99%；CO：28.9.%；CO2：2.7%；去热再生塔T-40005-23.5-37主洗甲醇来自再吸收塔-53.1-57.3-29.6-23.816低温甲醇洗气体洗涤来自CO变换工段的变换气（温度40，压力3.4Mpa(a)），首先经过一系列换热器换热后被冷却到约10，然后通过氨洗涤塔T40001（，用锅炉给水进行洗涤以降低其NH3 和HCN含量。再经过变换气最终冷却器（绕管式）后，温度降到19.9，送到并联的两台吸收塔T40002AB的底部。吸收塔T40002AB从下到上依次可分为预洗段、硫化氢吸收段和二氧化碳吸收段。在预洗段，变换气中微量组份如NH3和HCN等被低冷甲醇吸收。在H2S吸收段，将H2S和COS脱除，使净煤气中硫含量满足甲醇合成催化剂的要求。在CO2吸收段，将多余的CO2脱除，使净煤气中CO2的含量达到适合于甲醇合成反应所需的含量。出CO2吸收段的净煤气经过变换气最终冷却器 E40003（绕管式）回收冷量后，被送到甲醇单元作为甲醇合成的原料气。来自CO2吸收段的部分含CO2甲醇和H2S吸收段富硫甲醇送入中压闪蒸塔T40003中。在此甲醇在中压下闪蒸，有价值的H2和CO闪蒸出来，再循环气压缩机（C40001）压缩后循环回变换气入口管线。 17低温甲醇洗再 生 部 分N2冷却器 再沸器精洗甲醇加压泵富H2S甲醇富CO2甲醇精洗甲醇去洗涤塔CO2产品送气化140908Nm3/h,11.7，0.125MPa汽提N274011.1Nm3/h 40,0.74MPa再吸收塔热再生塔Claus气去硫回收10540.9Nm3/h,24.7，0.19MPa,CO2：66.6；H2S:31.7%;COS:0.43来自尾气洗涤塔去尾气洗涤塔蒸汽加热含CO2、HS2甲醇液贫/富甲醇换热器热再生塔进料泵主洗甲醇去洗涤塔去尾气洗涤塔去尾气洗涤塔18经闪蒸塔闪蒸后的含CO2甲醇被送入再吸收塔T40004上段。在再吸收塔的上段甲醇继续被闪蒸，释放出所含的绝大部分CO2。CO2产品气离开塔后，在变换气最终冷却器 E40003中被加热后，被送到气化界区作为粉煤输送的介质。同时闪蒸后的冷甲醇被送到吸收塔T40002的CO2洗涤段作为主洗甲醇。再吸收塔同时采用低压氮气作为气提介质，来气提甲醇中的CO2，气提后含CO2的氮气被送到尾气洗涤塔T40007。来自再吸收塔T40004底部下段的富H2S甲醇经过加热后送至热再生塔T40005。 热再生塔塔顶出来的甲醇蒸气/酸气混合物通过冷却、分离后，未被冷凝的克劳斯气体在克劳斯气被送到克劳斯硫回收单元（4500单元）。从热再生塔中段出来的再生甲醇被返回吸收塔T40002AB的CO2吸收段作为精洗甲醇。低温甲醇洗溶液再生19再沸器蒸汽加热甲醇蒸汽去热再生塔贫甲醇含水粗甲醇甲醇水塔进料泵板式换热器洗涤水泵脱盐水去废水水处理405.6kg/h,20.1，0.25MPa尾气放空209212.6Nm3/h,8.1,0.1MPa再吸收塔来尾气 甲醇水塔低温甲醇洗甲醇水分离与尾气处理 尾气洗涤塔226546.8Nm3/h20热再生塔底出来的富水甲醇被导入甲醇水塔T40006。甲醇水塔顶部的甲醇蒸汽作为气提介质被送入热再生塔T40005。甲醇水塔底部产品是不纯水，经冷却后送入尾气洗涤塔T40007来洗涤来自再吸收塔的气提氮气。经过洗涤后，尾气被排放，洗涤液被送到甲醇水塔T40006回收其中含有的甲醇。 低温甲醇洗甲醇水分离与尾气处理212.3硫回收单元22本单元的主要作用是将来自低温甲醇洗的含硫气体进行处理，使之达到国家规定的排放标准，同时副产硫磺产品。 H2S1/2O2=S+H2O H2S+3/2O2=SO2+H2O 2H2S+SO2=3S+2H2O23Sulfur degassing tank1165.5Nm3/hSulfur separatorPump锅炉给水燃料气燃烧炉硫磺脱气池去硫磺成型锅炉给水硫磺分离器去尾气焚烧二级克劳斯反应器低压蒸汽一级克劳斯反应器废热锅炉去焚烧炉克劳斯气氧气空气低压蒸汽氧克劳斯硫回收10540.9Nm3/h,24.7，0.19MPa,CO2：66.6H2S:31.7COS:0.4318437.1Nm3/h,240，0.15MPa,CO2：39H2S:3.155SO2:3.2COS:2.9SX:0.2815220Nm3/h 322H2S:1.75SO2:0.874COS:0.16SX:1.32 223.4H2S:0.4SO2:0.2COS:0.16SX:0.3617832Nm3/h130H2S:0.4SO2:0.2COS:0.1624来自低温甲醇洗单元的酸性气体通过酸气分离器来自低温甲醇洗单元的酸性气体通过酸气分离器D-45001D-45001分离后进入氧克劳斯分离后进入氧克劳斯燃烧炉燃烧炉B-45001B-45001、燃烧室、燃烧室D-45002D-45002，部分，部分H2SH2S与空气、氧气在此反应转化为硫蒸与空气、氧气在此反应转化为硫蒸汽。废热锅炉汽。废热锅炉E-45001E-45001直接与燃烧室直接与燃烧室D-45002D-45002相连，废热锅炉将过程气冷却到约相连，废热锅炉将过程气冷却到约230230并冷凝出部分硫蒸气。并冷凝出部分硫蒸气。离开废热锅炉后的过程气依次进入一级克劳斯反应器离开废热锅炉后的过程气依次进入一级克劳斯反应器R-45001R-45001（氧化铝催化剂）（氧化铝催化剂）、一级硫冷凝器、一级硫冷凝器E-45002E-45002、预热器、预热器E-45003E-45003、二级克劳斯反应器、二级克劳斯反应器R-45102R-45102（铝基（铝基催化剂）、二级硫冷凝器催化剂）、二级硫冷凝器E-45004E-45004、硫分离器、硫分离器D-45003D-45003中，硫组分被进一步转化中，硫组分被进一步转化成单质硫。成单质硫。从废热锅炉从废热锅炉E-45001E-45001、一级硫冷凝器、一级硫冷凝器E-45002E-45002、二级硫冷凝器、二级硫冷凝器E-45004E-45004和硫分离和硫分离器冷凝下来的液硫送入液硫脱气单元中的硫脱气池中进行脱气，脱气后的液硫器冷凝下来的液硫送入液硫脱气单元中的硫脱气池中进行脱气，脱气后的液硫被送到硫磺成型装置。被送到硫磺成型装置。来自硫分离器的克劳斯尾气去焚烧。在焚烧室来自硫分离器的克劳斯尾气去焚烧。在焚烧室D-45006D-45006中，所有的残余的硫组中，所有的残余的硫组分和尾气中的其它可燃物与燃料气在约分和尾气中的其它可燃物与燃料气在约800800的温度下燃烧，焚烧后的气体送入的温度下燃烧，焚烧后的气体送入电厂锅炉进行一步处理。电厂锅炉进行一步处理。 252.4甲醇单元26本单元的主要作用是将来自低温洗装置的净煤气中的氢气、一氧本单元的主要作用是将来自低温洗装置的净煤气中的氢气、一氧化碳和二氧化碳在高选择性铜基催化剂存在条件下，在化碳和二氧化碳在高选择性铜基催化剂存在条件下，在8.1Mpa8.1Mpa的的压力、压力、200200300300的温度下合成甲醇，并将合成的粗甲醇精制成的温度下合成甲醇，并将合成的粗甲醇精制成精甲醇。精甲醇。CO+2H2CH3OH +90.8KJ/molCO+2H2CH3OH +90.8KJ/molCO2+3H2CH3OH +H2O+49.5KJ/molCO2+3H2CH3OH +H2O+49.5KJ/mol 27合成气来自低温甲醇洗CO2：2.716%；CO：28.95；H2：66.99中间换热器水冷甲醇反应器汽包中压锅炉预热器甲醇分离器气冷甲醇反应器中压蒸汽8.1MPa,150循环气来自甲醇分离器CO2：3.7%；CO：3.3；H2：66.985 ,7.15MPa40,737051Nm3/h24021126123020940548.07MPa合成气/循环气压缩机去PSA11602.5Nm3/h223t/h粗甲醇去精馏单元中压蒸汽（开车）CH3OH：10.66CH3OH：16.3压缩机额定功率：38650KW额定蒸汽量：212.3t/h28从低温甲醇洗单元来的合成气（温度30，压力3.2Mpa(a)）与来自PSA氢回收装置的氢气混合后，经合成气压缩机C52001压缩到甲醇合成所需的压力8MPa左右。压缩后的合成气与来自循环气压缩机的循环气混合后依次进入气冷甲醇反应器R52002的管程、中间换热器，合成气被加热后送到水冷甲醇反应器R52001A/B的管程。水冷甲醇反应器R52001A/B的管内装填催化剂，合成气中H2 与CO和 CO2在其中发生甲醇合成的反应，反应热由管外沸水带走。 “预合成”气体再经过中间换热器换热后，进入气冷甲醇反应器R52002的壳程，R52002壳内装填催化剂，在此气体进一步反应生成甲醇。R52002的壳程底部出来的含甲醇的合成气依次经过锅炉给水预热器、空冷器和水冷却器，最终使气体冷却到大约40后进入甲醇分离器。在甲醇分离器中将未反应的气体和甲醇分离，分离器底部出来的粗甲醇被直接送到甲醇精馏装置或送到粗甲醇中间储罐。为了获得较高的总转化率，分离出来的气体的一大部分通过循环气体压缩机返回到合成反应器，其余一小部分送入PSA氢回收装置回收其中的有效气体H2。29塔顶冷却器回流罐再沸器预精馏塔加压精馏塔常压精馏塔再沸器再沸器回流罐回流罐废水高沸点塔顶冷却器100.2t/h去罐区108.1t/h去罐区228.5t/h391.3 t/h出界区15.7 t/h去废水处理30来自合成工段或粗甲醇中间储罐的粗甲醇经过膨胀槽闪蒸出膨胀气后，送入预精馏塔T53001。在预精馏塔中剩余的溶解气体（如CO2,CH4等）和低沸副产物（主要是二甲醚和甲基甲酸盐）被脱除。除去低沸杂质的甲醇从预精馏塔底部离开，并用稳定甲醇泵打入加压精馏塔T-53002。在加压精精馏塔中将近占总量45的精甲醇是从加压精馏塔中蒸馏出来的。塔顶气体在再沸器/冷凝器中冷凝，甲醇冷凝液被收集到加压精馏塔回流罐。部分精甲醇液通过加压精馏塔回流泵打到塔顶作为回流，其它精甲醇通过甲醇再冷器（加压）进一步冷却后被送到精甲醇中间储槽。剩余含有高沸副产物的甲醇从加压精馏塔塔底出来送入常压精馏塔T53003。常压精馏塔顶出来的精甲醇气体在空冷器中冷凝，并在精甲醇再冷器（常压）中进一步冷却。冷却后的精甲醇被收集到常压精馏塔回流罐，部分精甲醇用回流泵打回塔顶作为回流，其它精甲醇被送到精甲醇中间产品贮槽。常压精馏塔底部的工艺废水，用工业废水泵送到界区外。312.5MTP单元321. 总体介绍甲醇制丙烯(MTP)工艺是德国鲁奇公司使用甲醇作为原料生产聚合物级丙烯的专利技术，该工艺同时可副产乙烯，LPG和汽油。MTP工艺包含五个工艺步骤：uMTP反应部分uMTP反应器再生部分u水烃冷却分离部分u碳氢压缩部分u产品/副产品精制部分33 丙烯47.4 万吨/年汽油18.22万吨/年燃料气内部使用工艺水内部使用或用作灌溉DME反应器 LPG3.65万吨/年废水循环烯烃循环甲醇,AA级 167万吨/年 = 5000 吨/天产品精制MTP 反应器(2台运行+1台备用.)MTP单元示意图346000单元工艺方框流程图35主要产品指标丙烯 (聚合物级) 纯度(wt.) 99,60 %乙烯 (聚合物级) 纯度( wt.) 99,60 %36主要产品指标LPG 成分C2 烃 0,2 % wt.C3烃 10 - 12 % wt.C4烃 75 - 90 % wt.C5烃 2,0 % wt.总硫含量(最大) 5 ppm wt.37主要产品指标汽油性质密度( 15C) 740 - 790 kg/m3蒸汽压( 37C) 0,45 - 0,70 bar辛烷值(研究法) 90 - 95 RON成分烷烃和环烷烃 45 - 65 % wt.烯烃20 - 25 % wt.芳香烃15 - 30 % wt.苯 1,0 % wt.总硫含量 5 ppm wt.3839402. 工艺流程介绍412.12.1反应单元反应单元(6010)(6010)工艺介绍工艺介绍来自甲醇中间罐区的新鲜甲醇和由甲醇回收塔返回的循环甲醇经过一系列换热设备，加热到275。混合物料先在DME反应器中于275，1.6MPa，在氧化铝基催化剂的作用下反应生产二甲醚。之后，生成的二甲醚与循环回的C2/C4/C5/C6混合进入MTP反应器(3台，2开1备)，于480，0.13MPa下，在沸石基催化剂的作用下进行反应，生成以丙烯为主要产品的各种烃类，送到下一单元气体冷却和分离单元。2CH3OHCH3OCH3(DME)+H2O +Q nCH3OCH32CnH2nnH2O +Q(N=2,3,4.)MTP反应单元6010去气体冷却和分离单元DME反应器火焰加热器MTP反应器(3台）DME加热器208吨/小时精甲醇 气包产生饱和中压蒸汽送管网2751.6MPa471.90.23MPa387.81.55MPa4800.13MPa1900.12MPa 循环HC208t/h293.8内径：11.7m切线高：17.54m估计总高：31.673m壁厚：20/22/26mm主要材质：0Cr18Ni10Ti/16MnDR设备净重：651吨其中不锈钢重：521吨填料、催化剂：524.1吨 内径：5m，切线高：10.8m，总高：17.75m，壁厚：35mm主要材质：SA204Gr.B，空重：79吨432.22.2再生单元再生单元(6020)(6020)工艺介绍工艺介绍MTP反应器经过一段时间(每台反应器运行500-600小时后需再生)的运行，在催化剂的表面会产生一定的结焦，降低了催化剂的活性，从而影响丙烯的产率。此时，需用热的再生气（装置空气和氮气）对催化剂进行再生。再生所需时间为56-69小时。44再生单元再生单元(6020)(6020)工艺介绍工艺介绍452.3 2.3 气体冷却和分离气体冷却和分离(6030)(6030)单元工艺介绍单元工艺介绍由MTP反应器出来的物流经废热回收系统降到190后，首先进入预激冷塔（3台），用激冷水进行冷却至55。之后再送入激冷塔，用激冷水进行冷却，温度降至40后送至碳氢压缩单元。出激冷塔的激冷水大部分经过热量回收后循环回激冷塔，小部分送到甲醇回收塔，回收其中含有的甲醇，回收的甲醇与新鲜甲醇混合进入DME反应器。46预急冷塔3台急冷塔激冷塔预冷器激冷水空冷器急冷水泵来自MTP反应器去甲醇回收塔去气体压缩干燥单元气体分离单元6020285.4608t/h1900.12MPa319t/h550.118MPa115t/h88.5308.7t/h400.105 MPa1934.62t/h500.37MPa483t/h350.17MPa内径：6m。估计总高：28.85m,空重：110吨壁厚：16/35/18mm。主要材质：SS316L47气体冷却和分离气体冷却和分离(6030)(6030)单元工艺流程简图单元工艺流程简图482.4 HC2.4 HC压缩压缩(6040)(6040)单元单元工艺介绍工艺介绍经激冷塔冷却分离后的MTP反应器物流温度为40，压力为0.105MPa，送入HC压缩（6040）单元。通过HC压缩机进行四级压缩，压力达2.25MPa。每级压缩后都设一水冷器和一分离器，分离冷凝下来的水份和一部份液态烃。分离出的水送到激冷塔作为激冷水，分离出的烃送到四级压缩分离器，进行气烃和液烃分离，然后气烃送入气烃干燥器，液烃送入液烃干燥器分别进行干燥。49气体压缩和干燥单元6040压缩机1级吸入罐压缩机1级 分离罐压缩机2级 分离罐压缩机3级 分离罐碳氢压缩机1级碳氢压缩机2级碳氢压缩机3级碳氢压缩机4级压缩机4级 分离罐液烃干燥器气烃干燥器气烃去脱丙烷塔液烃去脱丁烷塔激冷后的烃308.7t/h400.105MPa0.24MPa0.48MPa1.03MPa2.29MPaHC压缩机额定功率：17889KW额定蒸汽量：205.6t/h270.2t/h29.9t/h402.2MPa502.52.5产品精制产品精制(6050)(6050)单元单元工艺介绍工艺介绍经干燥后的气烃和液烃分别送入脱丙烷塔和脱丁烷塔，在脱丁烷塔中，C4和C5进行分离，C4烃与气烃一起送入脱丙烷塔。C5烃送入脱己烷塔进行C5烃与C6烃的分离，C6以上的烃从塔底出来，经冷却后成为汽油产品。C5以下的烃从塔顶出来，经冷凝后大部分循环回MTP反应器，少部分送入汽油稳定塔进行分离。汽油稳定塔塔底产品作为汽油，塔顶蒸汽经冷凝循环回MTP反应器。脱丙烷塔塔顶蒸汽（C3）经冷凝后，送入脱乙烷塔。脱乙烷塔塔底物流送入C3分离塔进行分离，C3分离塔塔顶蒸汽经冷凝得到液态丙烯产品。脱丙烷塔底物送入萃取塔，萃取塔塔顶物与C3分离塔塔底物丙烷作为LPG产品。脱乙烷塔塔顶蒸汽经脱乙烷塔压缩机加压到3.7MPa后，送到脱甲烷塔进行分离。脱甲烷塔塔顶物作为燃料气，塔底物送入C2分离塔。C2分离塔塔顶为乙烯产品，塔底物作为燃料气。51去汽油稳定塔去脱乙烷塔萃取水去甲醇回收塔LPG产品去罐区脱丁烷塔冷凝器回流槽回流泵再沸器再沸器脱丙烷塔冷凝器回流槽回流泵萃取塔来自气烃干燥器来自液烃干燥器产品精制单元270.2t/h100，2.3MPa29.9t/h402.2MPa164.8t/h175.7，2.3MPa105t/h71.6，2.27MPa73.6t/h30，2.21MPa3t/h40，2.1MPa96.1t/h30.4,2.15MPa内径：4.4/6.35m，总高：52.6m壁厚：38mm,主要材质：16MnR空重：458吨内径：4.4m,总高：89.3m壁厚：38mm材质：16MnR空重：435吨52回流槽再沸器脱乙烷塔冷凝器回流槽C2分离塔C3分离塔产品精制单元再沸器再沸器脱丙烷塔顶来气烃91.61t/h-351.92MPa脱乙烷压缩机丙烯产品 C3分离塔进料60.8t/h47丙烯产品流量：59.3.t/h温度;39.9压力：2.2MPa丙烷1.537.t/h50.62.282MPa乙烯产品流量：2.9t/h温度：-32.4压力：2.56MPa乙烷流量：0.5t/h-60.30.35MPa3.7MPa内径：8m总高：100.5m壁厚：70/68mm主要材质：16MnR空重：1500吨1.9MPa53再沸器脱己烷塔冷凝器产品精制单元回流槽回流泵汽油稳定塔再沸器汽油22.78t/h18.2万吨/年C5、C6循环回MTP反应器流量：142.07吨/小时温度：160压力：1.65MPa循环水从脱丁烷塔来的液烃流量：164.8吨/小时温度：175.7压力：2.315MPa脱己烷塔塔顶温度：87.3压力：0.405MPa从脱己烷塔到汽油稳定塔的液烃流量：8.5吨/小时温度：73.6压力：1.98MPa5415.05.03第一个完全由甲醇制成的杯子 55谢谢！请各位领导指导!