化・学 Ｔ业 第２９卷第ｌ期 ｌ８・ ＣＨＥＭＩＣＡＬ ＩＮＤＵＳＴＲＹ ２０１１ 年 １ 月 提高脱甲烷系统乙烯回收率方法的比较 丁干红．徐国辉 （惠牛１１２程（中喇）有限公司，ｊ：海２０１２０３） 摘要：分析了不同专利的尾气精馏塔系统的设置情况。在相同基准上就四个方案进行模拟计算，嗣绕乙烯回 收率、能耗和固定投资三个方面进行比较。比较结果表明，专利ＣＮ １０４８７１３Ｃ的甲烷吸收塔流程是最经济的提 高脱甲烷系统乙烯收率的方案。 关键词：乙烯；制备；气体分离；气体净化；收率；技术经济埘比；计算机应用 文章编号：１６７３—９６４７（２Ｏ Ｊ１）１－Ｏ０１８—０７ 中图分类号：ＴＱ２２１．２１ １ 文献标识码：Ａ 控制乙烯损失是乙烯装置脱甲烷系统设计的 １提高脱甲烷系统乙烯收率的方法 １．１常规的脱甲烷流程 常规脱甲烷流程的进料经逐级深冷闪蒸和预 分馏等过程后分为若干股进料。这几股进料的进 一重点之一．尾气精馏塔系统的应用可以提高脱甲 烷系统的乙烯收率 能耗、投资和产品收率是衡 量乙烯分离方法优劣的指标．一个优秀的乙烯分 离方法应同时兼顾三方面的要求而使生产成本最 低。乙烯分离流程可分为脱甲烷系统、脱碳二系 统和脱碳三系统三个部分 其中脱甲烷系统是乙 烯分离流程的核心．其能耗约占乙烯分离过程乙 烯丙烯压缩机总功耗的５０％．与另两个过程相比． 步处理如网１ 文称方案Ａ）所示：进料１ 去闪蒸罐Ｆ１０１．罐顶气相经冷却后，去脱甲烷塔 最后一级进料闪蒸罐Ｆ１０２．罐底液相去脱甲烷塔 Ｃ１０ｌ：闪蒸罐Ｆ１０２的罐顶气相继续冷却冷凝闪蒸 来分离氢气和甲烷．罐底液相经冷量回收后去脱 甲烷塔Ｃ１０１作为上部进料 闪蒸罐Ｆ１０２的温度 用来控制乙烯损失，温度越低，乙烯损失越少， 但冷箱Ｅｌ０３的负荷也越大．脱甲烷系统的冷量消 耗也越多 此外．为了满足传热温差的要求，需 要更多的氢气补人到低压甲烷中．从而增加了氢 气的损失 低温温度最低、材质要求高、设备台数多、同定 资产投资较高 乙烯的损失主要发生在脱甲烷系 统和脱碳二系统．而发生在脱甲烷系统的乙烯损 失通常占乙烯总损失的６０％以上 因此．在乙烯 分离工艺中．脱甲烷系统的设计最关键 如何采用经济的手段来提高乙烯收率是设计 脱甲烷系统时必须考虑的问题 在现有的乙烯分 离流程中．被大量采用的脱甲烷流程的控制乙烯 损失的手段为：（１）控制脱甲烷塔最后一级闪蒸 罐的进料温度：（２）控制脱甲烷塔塔顶气相和液 １．２甲烷吸收塔 专利ＣＮ １０４８７１３Ｃ Ｆ ］提出．在脱甲烷塔的上游 没置一个以一１２０—．１４５ ｑＣ的甲烷为吸收剂的吸收 塔来减少乙烯损失．以提高乙烯的收率。液相甲 烷可以来自脱甲烷塔塔顶液相抽出．也可以用其 他来源 本文将采用甲烷吸收塔的脱甲烷流程作 相抽出中的乙烯含量 显然．为了降低这两处的 乙烯损失都必须以增加能耗为代价 为了降低脱甲烷系统的乙烯损失．近年来出 现了一系列关于提高乙烯收率的：号利 这些专利 的做法都是在脱甲烷塔最上部进料前设置一套尾 气精馏塔系统 各家专利的尾气精馏塔名称各不 相同，如甲烷吸收塔、碳二洗涤塔、改进的分凝 为Ｂ方案 Ｂ方案的流程如图２所示：气液分离 罐Ｆ１０１出口的气相经冷却进入甲烷吸收塔Ｃ１０２： 甲烷吸收塔Ｃ１０２出口气相经冷箱Ｅｌ０２冷却后进 人闪蒸罐Ｆ１０３进行气液分离．Ｆ１０３出口液相一 收稿日期：２０１０一Ｊ２—０３ 分离器等．但功能都是降低甲烷携带乙烯造成的 损失 作者简介：ｒ干红（１９８２一）．女，浙江省人，硕士，研发工程师 现从事烯烃分离技术的研究和开发工作。 第１期 丁干红等：提高脱甲烷系统乙烯回收率方法的比较 ・ｌ９・ ＦＩＯ１，Ｆ１０２，Ｆ１０３，Ｆ１ｏ４一闪蒸罐；Ｃ１Ｏｌ一脱甲烷塔； Ｅｌ０１，Ｅｌ０２，Ｅｌ０３，Ｅ１０４一冷箱；Ｋ１０１一甲烷膨胀机 图１方案Ａ的流程 Ｆ１０１，Ｆ１０３，ＦｌＯ４－－Ｄｑ蒸罐；Ｃ１０ｌ一脱甲烷塔；Ｃ１０２一甲烷吸收塔； ＥＩＯ１，Ｅｌ０２，Ｅｌ０３，Ｅ１０４一冷箱；Ｋ１０１－－Ｏ烷膨胀机 图２方案Ｂ的流程 分为二．部分去冷箱Ｅｌ０２作为冷剂．另一部分去 Ｃ１０２作为吸收剂，将气相中的乙烯吸收下来；甲 烷吸收塔Ｃ１０２底部出口液体返回脱甲烷塔Ｃ１０１ 作为上部进料。 Ｂ方案的乙烯损失点为闪蒸罐Ｆ１０３的罐顶气 相和罐底出界区的高压甲烷。以及脱甲烷塔的塔 化 学 Ｔ 业 ・２０・ ＣＨＥＭＩＣＡＬ ＩＮＤＵＳＴＲＹ ２０１１年第２９卷 顶产品 由于吸收塔有吸收剂和多个平衡级．虽 然吸收塔的出口气体温度较Ａ方案的闪蒸罐Ｆ１０２ 置中．以洗涤塔（吸收塔）最为简单．但ＬＥＣＴ 艺的碳二洗涤塔采用了分凝分馏塔的形式 。 分凝分馏塔Ｅ４，５ （ｃ０ｎｄｅｎｓａｔｉｎｇ—ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｉｎｇ ｔｏｗｅｒ，简称Ｃ ）包括分凝分馏器、塔段和塔 釜．分凝分馏器是立式安装在塔上部的板翅式换 的出口温度高．但Ｂ方案的乙烯损失与Ａ方案相 比大大降低 １．３碳二洗涤塔（分凝分馏塔） 中石化开发了低能耗乙烯分离技术ｆｌ（）ｗ ｅｎｅｒｇｖ ｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎ ｔｅｅｈｎｏｌｏ ，简称ＬＥＣＴ），并中请了专 利ＣＮ ｌ００４２２６７５Ｃ １２ Ｊ ＣＮ ｌ００４２２６７５Ｃ提…． 最 后一级闪蒸罐下游设置碳二洗涤塔．使高低压甲 烷中的乙烯损失降低，其特点为：从碳二洗涤塔 的上部引入一股只含甲烷和少量氢气的液体对塔 热器 气体混合物在该换热器内上升时．部分重 组分冷凝 形成冷凝液沿翅片呈膜状向下流动． 并与上升气体混合物逆向接触．气一液间既传质 又传热．．然而，分凝分馏塔用作碳二洗涤塔是 否经济．下文将其作为方案Ｃ进行了模拟计算和 分析 内气体进行洗涤．使碳二洗人塔釜液中．塔釜液 Ｃ方案的流程与Ｂ方案类似：气液分离罐 ＦＩＯ１ 口的气相经冷却进入碳二洗涤塔Ｃ１０３：碳 二洗涤塔Ｃ１０３ 口气相经冷箱Ｅｌ０２冷却后进入 闪蒸罐Ｆｌ０３进行气液分离。与Ｂ方案不同的是： Ｆ１０３出口液相一分为二．部分甲烷去冷箱Ｅｌ０２ 作为冷剂：另一部分甲烷去碳二洗涤塔Ｃ１０３的塔 顶冷凝器作为冷剂．然后两部分甲烷汇合后去冷 箱Ｅｌ０３．．见图３ 送人脱甲烷塔的最上部：塔顶气进入下游氢气／甲 烷分离系统 由此可见．碳二洗涤塔的实质和专 利ＣＮ １０４８７１３Ｃ的“甲烷吸收塔”相同 、 专利ＣＮ １００４２２６７５Ｃ称．碳二洗涤塔可以选 用包括洗涤塔、分馏塔、分凝分离器或分凝分馏 塔等任何可使轻烃混合物中的碳二和甲烷组分按 一定比例转入装置底部的组分分配装置．这些装 Ｆ１０Ｉ，Ｆ１０３，Ｆ１Ｏ４闪蒸罐；Ｃ１０１一脱旰｛烷塔；Ｃ１０３ 碳二洗涤塔（分凝分馏塔） Ｅ１０１，Ｅｌ０２，Ｅ１０３，Ｅｌｏ４一冷箱：Ｋ１０１一甲烷膨胀机 图３方案Ｃ的流程 １．４改进的分凝分离器ＨＲＳ Ｓ＆Ｗ公司在分凝分离器ＡＲＳ ｆ ａｄｖａｎｃｅｄ （ｈｅａｔ ｉｎｔｅｇｒａｔｅｄ ｒｅｃｔｉｆｉｅｄ ｓｙｓｔｅｍ）由三部分组成： 精馏塔、回流罐和常规的板翅式换热器．回流罐 置于精馏塔顶端，无回流泵。专利ＵＳ ６３４３４８７认 为，ＨＲＳ与ＡＲＳ相比有如下优点。 ｒｅｃｏｖｅｒｙ ｓｙｓｔｅｍ）的基础之上申请了改进的分凝分 离器专利ＵＳ ６３４３４８７。改进的分凝分离器ＨＲＳ Ｅ６ Ｊ 第１期 丁干红等：提高脱甲烷系统乙烯回收率方法的比较 ・２１・ （１）将ＨＲＳ的进料分成两股．一股直接从塔 底部进塔，一股经冷却后进入塔中部．从而使ＨＲＳ 小．可节省设备投资和运输费用 Ｓ＆Ｗ公司的ＡＲＳ流程中有两台分凝分离器： 一的冷凝器负荷降低 虽然进料冷却和冷凝器所需 的总冷量未必下降，但因两者所用的冷剂品位不同． 所以可降低实际功耗。因此．和ＡＲＳ相比．ＨＲＳ 台热分凝分离器用来控制裂解气冷却冷凝闪蒸 过程中的碳三损失．一台冷分凝分离器用来控制 碳二损失．而ＨＲＳ的作用就是代替原流程中的冷 分凝分离器。ＨＲＳ的作用与Ｂ、Ｃ方案的精馏塔 相同，因此本文将其作为Ｄ方案进行分析 Ｄ方案与Ｂ、Ｃ方案不同的是：气液分离罐Ｆ１０１ 出ＬＩ的气相分为两股．一股不经冷却直接去ＨＲＳ （Ｃ１０４）塔底部．另一股经冷箱冷却后去ＨＲＳ的塔 中部。进料冷却和ＨＲＳ冷凝器的冷量都来自高低 压甲烷、氢气等多股产品物流的冷量回收 见图４ 既能满足相同的分离要求，又使能量利用更合理。 （２）ＡＲＳ具有传质传热功能．但为了使冷凝 液膜向下流动．要求上升气相流速较低．从而导 致设备尺寸较大．Ｓ＆Ｗ公司因此放弃了ＡＲＳ的 塔顶垂直板翅式换热器的设计 在设计ＨＲＳ时． 该公司采用了仅有传热功能的板翅式换热器 由 于ＨＲＳ的气速上限较大．结构紧凑．设备尺寸减 ＦＩＯ１，Ｆ１０３，Ｆ１ｏ４一闪蒸罐；Ｃ１０１一脱甲烷塔；Ｃ１０４－－ＨＲＳ（点划线范围内）； Ｅｌ０１，Ｅｌ０２，Ｅ１０３，Ｅ１０４一冷箱；Ｋ１０１一甲烷膨胀机 图４方案Ｄ的流程 ２模拟计算条件 ２．１进料 理的流程不同而给乙烯收率的计算造成影响．从 三股已经过深冷闪蒸和预处理的进料开始．进行 模拟计算和分析。这三股进料的组成、温度和压 力如表１所示。 本文着重探讨如何设置提高乙烯收率的尾气 精馏塔。为了避免因裂解气逐级深冷闪蒸和预处 表１各方案的进料条件 化・学工业 ２２・ ＣＨＥＭＩＣＡＬ ＩＮＤＵＳＴＲＹ ２０１１年第２９卷 ２．２模拟说明 模拟计算的流程如图ｌ～４所示 各方案中闪 蒸罐ＦＩＯ１的温度为一９８．０℃．冷箱Ｅｌ０３的裂解气 出口温度在Ａ方案中为一１２８．０℃．Ｂ、Ｃ方案中 为一ｌ１１．０℃ Ｄ方案ＨＲＳ的进料分成两股．一股 进料摩尔分数占３０％．直接去ＨＲＳ塔底部：另一 股经冷箱冷却后．去ＨＲＳ塔中部 为使计算结果 具有可比性．模拟时使这股进料冷却获得的冷量 与Ｂ、Ｃ方案尾气精馏塔进料在Ｅｌ０３冷箱中获得 的冷量相等 Ｂ—Ｄ方案的尾气精馏塔（Ｃ１０２、Ｃ１０３和Ｃ１０４） 理论板数都取９块．Ｃ和Ｄ方案的塔顶产品要求 为乙烯摩尔分数少于０．０８％：脱甲烷塔Ｃ１０１为高 压脱甲烷．操作压力为３．２ＭＰａＡ．塔顶产品要求 为乙烯摩尔分数少于０．１％．塔底产品要求为甲烷 摩尔分数少于０．００５％ Ｃ方案分凝分馏塔塔顶提供冷量的液相甲烷 流量为２６８．０ ｋｍｏ１／ｈ．乙烯损失率为０．２５％ 为了 便于比较．调节Ｂ方案中吸收塔塔顶的液相甲烷 流量为２５９．７ ｋｍｏｌ／｝１．使Ｂ方案的乙烯损失率与Ｃ 方案一致 若Ｂ方案与Ｃ方案采用相同的液相甲 烷流量．那么Ｂ方案的乙烯损失率更小，但能耗 略有增加 在Ａ—Ｄ方案的流程中．都只有脱甲烷塔的塔 顶冷凝器消耗一１００℃的乙烯冷剂 为了在比较能 耗时基准统一，将脱甲烷塔顶、氢气、低压甲烷和 高压甲烷这四股物流的出口温度都降至一１０３．０ 。 在最后一级冷箱中用一１００℃乙烯冷剂回收冷量 ３计算结果与讨论 ３．１乙烯收率 脱甲烷系统的乙烯去了高压甲烷、低压甲烷 和脱甲烷塔顶这几股物料．造成了系统的乙烯损 失 各方案的乙烯损失计算结果见表２。表２中， 将高压甲烷和低压甲烷流股的乙烯损失点称为ａ 点．指闪蒸罐或尾气精馏塔塔顶的乙烯损失：脱 甲烷塔塔顶甲烷产品中的乙烯损失为ｂ点 表２的计算结果表明．南于尾气精馏塔（即 吸收塔、分凝分馏塔、ＨＲＳ）的使用．使脱甲烷 系统的乙烯损失显著降低：尾气精馏塔有多个平 衡级．塔顶有回流或吸收剂．与Ａ方案的一级闪 蒸相比．控制ａ点乙烯损失的能力显著提高：由 于尾气精馏塔的出口温度都较方案Ａ的Ｆ１０２高． 在进料组成和压力都相同的条件下塔顶出口气体 中的甲烷流量较Ｆ１０２高．因此减少了去脱甲烷塔 的甲烷流量。在本文的模拟基准下，使用尾气精 馏塔后．脱甲烷塔最上部进料的流量降低为原来 的４３％～４４％，因而塔顶甲烷出料量减少（表３）， ｂ点带走的乙烯也减少。 表２各方案乙烯损失的比较 表３各方案的脱甲烷塔塔顶产品 ３．２系统能耗 表４是四个方案的系统能量平衡结果。尾气 精馏塔（即吸收塔、分凝分馏塔、ＨＲＳ）所消耗 的冷量由系统内部提供．脱甲烷塔冷凝器消耗的 乙烯冷量与最后一级冷箱Ｅｌ０４回收的冷量两者相 减．即为系统消耗的乙烯冷量 系统的能量消耗 等于乙烯冷量减去甲烷膨胀机对外做的功 表４ 的数据表明，Ａ方案消耗的能量最多，Ｂ、Ｃ和Ｄ 方案消耗的能量几乎相等 Ａ方案的脱甲烷塔最上部进料流量大．且甲 烷摩尔分数为８４．６％ 该流股起到了一定的回流 作用 与Ａ方案相比．其余方案脱甲烷塔最上部 进料流量减少．且甲烷摩尔分数也减少为６９．１％～ ６９．９％ 因此．其余方案的脱甲烷塔塔顶冷凝器负 荷增加。 高压甲烷和脱甲烷塔顶流股降压后有液相． 这些液相甲烷气化时的潜热是产品流股回收冷量 的主要贡献者 表５是各方案的高压甲烷和脱甲 烷塔顶流股刚被降压（膨胀）后的液相量。 从表５可以看出。Ｂ—Ｄ方案两股甲烷中的液 相流量比Ａ方案大得多．因此其余方案的最后一 第１期 丁干红等：提高脱甲烷系统乙烯回收率方法的比较 ．２３． 表５各方案高压甲烷和甲烷流股的液相量 Ｂ方案所用的是形式最简单的吸收塔．Ｃ方 案所用的分凝分馏塔制造难度大．垂直的板翅式 换热器有气速上限要求．设备尺寸较大 如果分 凝分馏塔下部没有填料或塔板并且采用混合冷剂． 则有可能使用比Ｂ方案或Ｄ方案温度等级较低的 冷剂。但是图２、图３和图４都使用纯组分冷剂． 因而分凝分馏塔的结构型式和Ｂ方案或Ｄ方案相 注：闪蒸罐Ｆ１０３罐底的两部分高压甲烷都计算在内。 比不具有优点 级冷箱可回收的冷量比Ａ方案也多很多．因此其 余方案与Ａ方案相比，既降低了乙烯损失，又降 低了能耗 ４结论 （１）Ａ方案（常规的脱甲烷系统）用末级闪 蒸罐温度来控制罐顶气相的乙烯含量．乙烯损失 最多．乙烯冷剂的消耗也最大 （２）Ｂ、Ｃ和Ｄ方案在乙烯收率和能耗方面情 ３．３固定投资 各方案尾气精馏塔系统为了提高乙烯收率所 采用的设备技术经济比较如表６所示 表６各方案尾气精馏塔系统的设备比较 况都极其接近甚至相同．因此可以认为这三者的 功能实质相同．都较Ａ方案乙烯损失少．乙烯冷 剂消耗小 （３）Ｄ方案的尾气精馏设备和控制方案比Ｂ 方案略复杂，因此投资较Ｂ方案略大：Ｃ方案的设 备结构复杂，在Ｂ、Ｃ和Ｄ三个方案中投资最大。 （４）Ｂ方案和Ｃ、Ｄ方案一样具有高乙烯回收 率和低能耗的优点．但是流程和设备简单．是提 化－学 工业 ２４・ ＣＨＥＭＩＣＡＬ ＩＮＤＵＳＴＲＹ ２０１１年第２９卷 高脱甲烷系统乙烯回收率的最佳选择。 节能措施［Ｊ］．石油化工，２００９，３８（２）：ｌ１５—１２３． 『４］王松汉．改进的分凝分馏塔系统：中国，１０７０３８５Ｃ 参考文献： 『１］倪进方．提高乙烯回收率的轻烃分离方法：中围， １０４８７ｌ３Ｃ『Ｐ１．２０００—０ｌ一２６． ［Ｐ］．２００１—０９—０５． Ｓｏｎｇｈａｎ Ｗａｎｇ，Ｇｕａｎｇｈｕａ Ｌ Ｉ，Ｌｉ Ｌ Ｉ．Ｃｏｎｄｅｎｓａｔｉｎｇ— ［５］ Ｆｒａｃｔｉｏｎａｔｉｎｇ Ｔｏｗｅｒ Ｓｙｓｔｅｍ：ＵＳ，６０２３９４３［Ｐ］．２０００－ ０２－ｌ５． ｆ２１王振维，杨春生，王若超，等．一种改进的轻烃深冷 分离方法：中国，１００４２２６７５ＣｆＰ１．２００８—１０—０１． 『３］李广华，何细藕，盛在行．乙烯装置技术水平分析及 Ｄａｖｉｄ Ｃｈｅｎ，Ｓｕｇａｒ Ｌａｎｄ．Ａｄｖａｎｃｅｄ Ｈｅａｔ Ｉｎｔｅｇｒａｔｅｄ ［６］ Ｒｅｃｔｉｉｆｅｒ Ｓｙｓｔｅｍ：ＵＳ，６３４３４８７［Ｐ］．２００２－０２—０５． Ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ ｏｆ Ｍｅｔｈｏｄｓ ｆｏｒ Ｉｎｃｒｅａｓｉｎｇ Ｅｔｈｙｌｅｎｅ Ｒｅｃｏｖｅｒｙ ｏｆ Ｄｅｍｅｔｈａｎｉｚｉｎｇ Ｓｙｓｔｅｍ ＤＩＮＧ Ｇａｎ—ｈｏｎｇ，Ｘ Ｕ Ｇｕｏ—ｈｕｉ （Ｗｉｓｏｎ Ｅｎｇｉｎｅｅｒｉｎｇ Ｌｔｄ．，Ｓｈａｎｇｈａｉ ２０１２０３，Ｃｈｉｎａ） Ａｂｓｔｒａｃｔ：Ｄｉｆｆｅｒｅｎｔ ｐａｔｅｎｔｓ ａｂｏｕｔ ａｐｐｌｉｃａｔｉｏｎ ｏｆ。ｒｅｓｉｄｕｅ ｇａｓ ｒｅｃｔｉｆｉｅｒ ａｒｅ ａｎａｌｙｚｅｄ．Ｆｏｕｒ ｐｒｏｃｅｓｓｅｓ ｗｅｒｅ ｓｉｍｕｌａｔｅｄ ｂａｓｅｄ ｏｎ ｔｈｅ ｓａｍｅ ｄｅｓｉｇｎ ｂａｓｉｓ，ａｎｄ ｔｈｒｅｅ ａｓｐｅｃｔｓ ｏｆ ｅｔｈｙｌｅｎｅ ｒｅｃｏｖｅｒｙ，ｅｎｅｒｇｙ＂ｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎ ａｎｄ ｆｉｘｅｄ ｉｎｖｅｓｔｍｅｎｔ ｗｅｒｅ ｃｏｍｐａｒｅｄ．Ｔｈｅ ｒｅｓｕｌｔｓ ｓｈｏｗ ｍｅｔｈａｎｅ ａｂｓｏｒｂｅｒ ｐｒｏｃｅｓｓ ｏｆ ＣＮ １０４８７ １ ３Ｃ ｐａｔｅｎｔ ｉｓ ｔｈｅ ｍｏｓｔ ｅｃｏｎｏｍｉｃａｌ ｍｅｔｈｏｄ ｆｏｒ ｉｎｃｒｅａｓｉｎｇ ｅｔｈｙｌｅｎｅ ｒｅｃｏｖｅｒｙ ｏｆ ｄｅｍｅｔｈａｎｉｚｉｎｇ ｓｙｓｔｅｍ． Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ｅｔｈｙｌｅｎｅ；ｐｒｅｐａｒａｔｉｏｎ；ｇａｓ ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ；ｇａｓ ｐｕｒｉｆｉｃａｔｉｏｎ；ｙｉｅｌｄ；ｔｅｃｈｎｉｃａｌ ｅｃｏｎｏｍｉｃａｌ ｃｏｍｐａｒｉｓｏｎ；ｃｏｍｐｕｔｅｒ ａｐｐｌｉｃａｔｉｏｎｓ ’— －十一——＋－。＋一＋。十“— —’一”十一十 ＋一＋”＋一＋“＋一＋一＋一十一＋一＋一＋一＋ ＋一＋一＋一＋－＋一＋一＋一＋一十一＋一＋一＋一＋一＋ ＋一＋一＋一＋－＋一＋一＋－＋－＋・ （上接第ｌ７页） 橡胶以及Ｋ树脂等的多用途装置．以利于根据市 场需要调节产品品种．提高装置的有效利用率 （４）加大应用研究力度．尽快开发聚合物改 性以及胶粘剂用ＳＢＳ新产品．以拓宽ＳＢＳ的应 技术服务水平，促进产品的推广应用。努力提高 ＳＢＳ产品的质量，积极扩大出口．参与国际市场 的竞争．以便在激烈的国际竞争中赢得生存和发 展空间。 领域 （５）积极开发如ＳＥＢＳ、ＳＥＰＳ、环氧化ＳＢＳ （即ＥＳＢＳ）以及ＳＢＳ功能接枝改性等ＳＢＳ系列升 级换代产品．以满足国内需求．获取更大的经济 效益 参考文献： ［１］李玉芳，李明．世界苯乙烯热塑性弹性体的供需现状及 发展前景［Ｊ］．世界橡胶丁业，２００８，３５１（１１）：４１—４８． ［２］徐善明．我国ＳＢＳ树脂行业国际竞争力分析［Ｊ］．当代石 油石化，２００９，１７（８）：３４—３７． （６）尽快建立产品的应用及服务机构，提高 Ｓｕｐｐｌｙ，Ｄｅｍａｎｄ Ｓｔａｔｕｓ ａｎｄ Ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔ Ｐｒｏｓｐｅｃｔ ｏｆ ＳＢＳ ｉｎ Ｃｈｉｎａ ｃｕ／Ｘｉａｏ—ｍｉｎｇ （Ｒｅｓｅａｒｃｈ Ｉｎｓｔｉｔｕｔｅ ｏｆ Ｂｅｉｊｉｎｇ Ｙａｎｓｈａｎ Ｐｅｔｒｏｃｈｅｍｉｃａｌ Ｃｏｒｐ．，Ｂｅｉｊｉｎｇ １０２５００，Ｃｈｉｎａ） Ａｂｓｔｒａｃｔ：Ｔｈｅ ｐｒｏｄｕｃｔｉｏｎ，ｃｏｎｓｕｍｐｔｉｏｎ ｓｔａｔｕｓ ｏｆ ＳＢＳ ａｎｄ ｉｔｓ ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔ ｐｒｏｓｐｅｃｔ ｉｎ Ｃｈｉｎａ ａｒｅ ａｎａｌｙｓｅｄＡｃｃｏｒｄｉｎｇ ｔｏ ｔｈｅ ｓｔａｔｕｓ ｉｎ ．ｔｈｅ ｐｒｏｄｕｃｔｉｏｎ ｏｆ ＳＢＳ ｉｎ Ｃｈｉｎａ，ｓｕｇｇｅｓｔｉｏｎｓ ｆ０ｒ ｔｈｅ ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔ ｏｆ ＳＢＳ ｉｎ Ｃｈｉｎａ ａｒｅ ｐｕｔ ｆｏｒｗａｒｄ．ｉｎｃｌｕｄｉｎｇ ｅｎｈａｎｃｅｍｅｎｔ ｏｆ ｒｅｓｅａｒｃｈ ａｎｄ ｄｅｖｅｌｏｐｍｅｎｔ ａｓ ｗｅｌｌ ａｓ ｅｘｐｌｏｉｔａｔｉｏｎ ｏｆ ｎｅｗ ｐｒｏｄｕｃｔｓ ｅｔｃ． Ｋｅｙｗｏｒｄｓ：ＳＢＳ；ｍａｒｋｅｔ ｒｅｓｅａｒｃｈ；ｄｏｍｅｓｔｉｃ ｍａｒｋｅｔ；ｐｒｅｄｉｃｔｉｏｎ
