醋酸仲丁酯生产工艺与经济效益分析_沈劲锋

醋酸仲丁酯项目产品方案及销售收入见表 2。 由表 2 可以计算出，项目建成投产后，14 年的平均税后
销售收入 =（59957.45×0.8+59957.45×13）/14=59100.92 万元。 2.2 消耗指标及变动成本
根据市场调研，醚后 C4 的价格可以参考液化气价
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总第 179 期 2012 年第 5 期（第 38 卷）
原料以兰州石化炼厂的醚后 C4 为例，组成见表 1。
组分 m%
表 1 兰州石化炼厂的醚后 C4 组成表
C3
正丁烷
异丁烷
异丁烯 1- 丁烯 反 - 丁烯 顺 - 丁烯
≥C5
0.54
12.74
46.62
1.27
5.82
12.72
20.05
0.83
根据市场调研，近几年我国醋酸仲丁酯产品发展较 快，产品价格较为稳定，2009~2011 年市场均价约 7000 元 / 吨。装置未反应的 C4 原价返回炼厂（比较保守），副 产的混合酯主要是醋酸仲丁酯、醋酸叔丁酯和仲丁醇的 混合物，可作为油品添加剂出售；副产的重组分主要 是≥C5 组分，同样可作为油品添加剂出售。年产 5 万吨
醋酸仲丁酯是醋酸酯类绿色环保型有机溶剂，可部 分取代毒性较大的苯、甲苯等芳烃类有机溶剂，其性能 与醋酸正丁酯相似，市场价格比醋酸正丁酯低，具有较 好的发展潜力。
在上世纪 70 年代以前，醋酸仲丁酯曾是应用较多 的溶剂之一。传统的醋酸仲丁酯生产工艺是以仲丁醇和 醋酸为原料，在强酸性催化剂作用下脱水酯化得到，反 应时间较长，产品收率较低，设备腐蚀较为严重[2]。随着 羰基合成工艺的改进，醇酯化法工艺丧失了成本优势， 醋酸仲丁酯才逐渐被醋酸正丁酯和醋酸正丙酯取代。采 用烯烃和醋酸直接酯化生产醋酸仲丁酯的技术研究曾 特别引人注目，但由于很长一段时间内无法获得廉价、 高纯度的正丁烯原料，该技术未能及时实现工业化[2]。我 国炼厂副产的碳四资源十分丰富，对碳四资源综合利用 的研究也不断深入，碳四中的正丁烷、异丁烯等组分得 到了较好利用 [3-4]，碳四中的正丁烯浓度得到了较大提 高，具备了烯 / 酸酯化合成醋酸仲丁酯的条件。目前我 国也掌握了烯 / 酸酯化合成醋酸仲丁酯技术，并建成了 数套工业化装置[1- 2，7- 15]。
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第 38 卷，第 5 期 2012 年 10 月
·技术进步·
安徽化工 ANHUI CHEMICAL INDUSTRY
醋酸仲丁酯生产工艺与经济效益分析
Vol．38，No．5 Oct.2012
沈劲锋 （江苏华峰化学有限公司，江苏 启东 226200）
摘要：为了提高我国碳四资源综合利用率，研究了以炼厂醚后碳四为原料与醋酸直接酯化合成醋酸仲丁酯的生产工艺，并分析了建设一 套 5 万 t/a 醋酸仲丁酯生产装置的经济效益。 关键词：醋酸仲丁酯；合成工艺；经济效益 doi：10.3969/j.issn.1008- 553X.2012.05.017 中图分类号：TQ225.24+2 文献标识码：B 文章编号：1008- 553X（2012）05- 0050- 05
醋化收率 >80%，醋酸仲丁酯产品的纯度 >99%[14]。
2 经济效益分析
采用烯 / 酸酯化合成工艺新建醋酸仲丁酯装置的 规模一般为 5~10 万 t/a，年产 5 万吨醋酸仲丁酯项目的 总投资约 1.27 亿元，其中固定资产投资 8000~9000 万 元。以下根据市场和工程经济相关原理，对 5 万 t/a 醋酸 仲丁酯项目进行经济效益分析。 2.1 原料、产品方案及销售收入
在酸回收塔中，含有水和重组分的醋酸实现提浓。 从塔顶出来的酸水经冷凝后，分离出的水相全部返回共 沸精馏塔作补充水，其它组分回流至酸回收塔；从塔底 排出的重组分经冷却后送重组分储罐；精制后的醋酸从
收稿日期：2012- 05- 18 作者简介：沈劲锋 （1981-），男，2006 年毕业于南京工业大学化工学院，工程硕士，工程师，主要从事化工项目开发和技术管理工作，18251331666， shenjinfeng1981@。
沈劲锋：醋酸仲丁酯生产工艺与经济效益分析
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侧线抽出，送脱盐塔循环利用。 在产品精制塔塔顶分离出酯—水共沸物，经冷凝
后，一部分回流，一部分经过水相分离后，得到的混合酯 副产物送混合酯储罐，水相全部返回共沸精馏塔作补充
水；从精制塔底部排出的重组分送共沸精馏塔重新蒸 馏；经过精制的醋酸仲丁酯产品从精制塔的侧线采出， 经冷却后送灌桶站灌装后储存、出售。
表 5 5 万 t/a 醋酸仲丁酯项目经济效益综合指标（税后）
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14
项目 年均销售收入 年均增值税 年均城建税及教育费附加 年均总成本 年均利润总额 年均所得税 年均净利润 投资利润率 财务内部收益率（IRR） 资本金收益率 财务净现值（Ic=14％） 投资回收期（含建设期 1 年） 财务回收期（含建设期 1 年） 盈亏平衡点（BEP）
为了更好地利用碳四资源，提高我国资源综合利用 率，作者研究了烯 / 酸酯化合成醋酸仲丁酯的工艺，并 分析了建设一套 5 万 t/a 醋酸仲丁酯项目的建设及经济 效益。
1 烯 / 酸酯化合成工艺
1.1 工艺特点 烯 / 酸酯化合成醋酸仲丁酯工艺的突出特点是采
用廉价的炼厂副产物— ——混合碳四，利用 C4 资源中的
名称 醚后 C（4 正丁烯 ~38%） 醋酸（99.7%） 专用催化剂 新鲜水 循环水 电 蒸汽（3.0MPa） 氮气（0.7MPaG） 仪表空气（0.7MPaG） 合计
表 3 原、辅料和公用工程的消耗指标及成本
单位 t t kg t t
kwh t
Nm3 Nm3
单耗指标 1.86 0.54 0.5 4 196 116.3 3.5 2.9 71.8
2.4 项目的综合经济效益 5 万 t/a 醋酸仲丁酯项目建成投产后，14 年平均税
后销售收入为 59100.92 万元，年均生产总成本 = 变动
成本 + 固定成本 =55199.30 万元。 按照国家税率，项目年均增值税 = 年均销项税－年
均进项税 =1283.06 万元；城市维护建设税 = 年均增值
安徽化工
名称 醋酸仲丁酯（99.2%） 未反应 C（4 烷烃 >80%） 混合酯（醋酸酯类） ≥C5 重组分 合计
表 2 醋酸仲丁酯项目产品方案及销售收入
单位 t t t t t
年产量 50000 65815 2325 1860 120000
单价 / 元 7000 5150 3000 3000
税后年销售额 / 元 29914.53 28969.85 596.15 476.92 59957.45
单位 万元 万元 万元 万元 万元 万元 万元
% % % 万元 年 年 %
经济指标 59100.92 1283.06
141.13 55199.30 3760.49
940.12 2820.37 29.85 27.52 35.44 9047.87
4.83 5.47 49.24
由表 5 可知，5 万 t/a 醋酸仲丁酯项目具有良好的 经济效益，投资利润率和财务内部收益率较高，资金回 收快。醋酸仲丁酯产品具有较高的附加值，不仅可有效 提高碳四烃资源的综合利用率，还可为企业赢得较好的 经济效益和社会效益。
格，2009~2011 年兰州炼厂液化气均价约 5150 元 / 吨。 截至 2011 年底，我国醋酸的生产能力已超过 600 万吨， 产能相对过剩，其价格主要受甲醇成本的影响，近 3 年 的市场均价为 3190 元 / 吨。
年产 5 万吨醋酸仲丁酯项目的原、辅料和公用工程
的消耗指标及成本见表 3。表 3 中所列消耗指标由中石 化某甲级设计工程有限责任公司提供，经与国内某生产 企业实际生产数据比较，该数据略显保守，作为投资项 目谨慎性经济评估是可行的。
项目 人工费 财务费 管理费 营业费 维修费 折旧费 摊销费
合计
表 4 5 万 t/a 醋酸仲丁酯项目年均固定成本
单位 万元 / 人·年
% % % % 年 年
基础参数 6
6.56 2.0 2.0 3.0 14 14
年均费用（万元） 360.00 39.96 1182.02 1182.02 252.00 576.00 54.75 3646.75
丁烯组分，在催化剂作用下直接与醋酸酯化合成醋酸仲 丁酯。采用专门开发的固体酸催化剂和先进的催化反应 精馏技术[6，7]，反应连续，反应器较小，反应与分离同步进 行，生产效率较高，副反应少，酯化收率高，产品质量好， 且对设备腐蚀较小。未反应的 C4 烷烃含量和热值较高， 达到车用液化气技术指标，可以原价甚至加价返回炼 厂。该工艺的生产成本较传统醇酯化法具有明显的经济 优势[2，7- 8]。 1.2 工艺流程
工艺流程见图 1：首先，富含正丁烯的炼厂醚后 C4 原料经管道送至厂区 C4 贮罐，醋酸由槽车送至厂区醋 酸贮罐。
醋酸经脱盐除杂后，从催化蒸馏塔的上部精馏段进 入，醚后 C4 从催化蒸馏塔的下部提馏段进入，醋酸与烯 烃在反应器中段的催化剂表面逆向接触进行酯化反应， 未反应的 C4 从塔顶排出，经冷凝后送回未反应的 C4 储 罐（或直接通过管道按计量返回炼厂）。反应后的混合产 物从塔底流出，除部分回流，其余在共沸精馏塔顶部分 离出酯—水共沸物，冷凝后部分回流，醋酸仲丁酯粗产 品进入产品精制塔进一步脱水；共沸精馏塔顶部冷凝分 离出的水相全部返回共沸精馏塔作补充水；在共沸精馏 塔底部排出未反应的醋酸和重组分，经冷却、分离后重 组分送重组分储罐，稀醋酸送酸回为原料的 C4 资源，正丁烯含量要
求 >30%，烯 / 酸摩尔比 0.2~2∶1，催化剂采用 Keggin 结构的杂多酸，可实现醋化收率 >80%[11]。反应器采用 催化蒸馏塔，回流比 0.1~10，烯 / 酸摩尔比 1∶0.7~3.0， 催化剂采用强酸性离子交换树脂；催化蒸馏塔塔顶温 度 50~70℃，压力 0.35~0.75 MPa，反应段温度60~120℃， 塔釜温度 160~190℃；精馏塔底部温度 118~130℃，压 力 102~120KPa，顶部温度 105~114℃，压力 100~110KPa； 精制塔底部温度 118~125℃，顶部温度≥95℃；可实现