MTP技术规程(1).docx

第一章 工艺技术规程1.1 工艺概况1.1.1 装置简介MTP装置由甲醇脱水单元、吸收稳定单元、气体分馏单元、MTBE单元、干气回收单元、甲醇回收单元和烷基化单元组成。由山东潤昌工程有限公司设计，设计处理能力为30 万吨/年混合原料，其目的是在催化剂的作用下将含甲醇的混合原料转化为附加值较高的基础化工产品丙烯，同时副产汽油、液化气等产品。1.1.2 装置组成1.1.2.1 装置设计范围及组成混合原料制烯烃联合装置由甲醇脱水单元、吸收稳定单元、气体分馏单元、MTBE单元、干气回收单元、甲醇回收单元和烷基化单元组成。公用工程、中心控制室、变电所等利用加裂装置现有部分考虑统一配置，不新增。混合原料制烯烃联合装置总体设计由山东潤昌工程有限公司完成。1.1.2.2 装置规模及开工时数混合原料制烯烃公称规模30 万吨/年混合原料气体分馏公称规模15 万吨/年液化气MTBE 公称规模2 万吨/年MTBE液化气芳构化公称规模10 万吨/年液化气年开工时数8000 小时/年1.1.2.3 公用设施装置内需用的水、电、汽、风等公用工程由公司统一配置。燃料气系统由本装置自己提供。1.1.3 装置工艺原理1.1.3.1 甲醇脱水单元在一定条件（温度、压强和催化剂）下，甲醇蒸汽裂解转化为以乙烯、丙烯为主的低碳烯烃；且少量低碳烯烃由于环化、脱氢、氢转移、缩合、烷基化等反应进一步生成分子量不同的饱和烃、芳烃、C6 烯烃及焦炭。反应方程式1）主反应（生成烯烃）nCH3OH CnH2nnH2O Q2CH3OHCH3OCH3H2O QnCH3OCH3 2CnH2nnH2O Qn 2 和3（主要），4 、5 和6（次要）以上各种烯烃产物均为气态。2）副反应（生成烷烃、芳烃、碳氧化物并结焦）（n1）CH3OH CnH2n2C（n1）H2O Q（2n1）CH3OH 2CnH2n2CO2nH2O Q（3 n1）CH3OH 3CnH2n2CO2(3n1)H2O Qn 1 ，2 ，3 ，4 ，5n CH3OCH3 CnH2n-63 H2n H2O Qn 6 ,7 , 8以上产物有气态（CO 、H2 、H2O 、CO2 、CH4 等烷烃、芳烃等）和固态（大分子量烃和焦炭）之分。1.1.3.2 吸收稳定单元吸收解吸的基本原理吸收是一种分离气体混合物的过程。它是根据气体混合物中各组分在液体中溶解度的不同来进行分离的,被液体溶解的组分称为溶质或吸收质,溶解气体的液体叫溶剂或吸收剂,吸收了溶质的吸收剂称为溶液或吸收液。在本系统中富气的分离属于多组分物理吸收,所用吸收剂是稳定汽油和粗汽油。富气中较重组分在较低温度下的吸收塔中被汽油溶解的过程称之为吸收过程,而反过来溶解后的组分在较高温度下的解吸塔中又从液体中分离出来的过程叫做解吸过程。吸收和解吸是一对相反的过程,当溶剂吸收溶质时,随着吸收量的增加,溶质在溶剂中的浓度增高,一直达到一个饱和浓度,这时气液相平衡,这个饱和浓度就是溶质在此溶剂中的溶解度。此时,溶质在气相中分压等于它在液相中的饱和压力。反过来,溶质在气相中的分压小于它在溶液中的饱和压力时,吸收过程不能进行,而且溶质将从溶液中出来进入气相,这就是解吸过程。吸收、解吸过程与气体和液体的性质,以及温度、压力有关。稳定的基本原理稳定过程为分馏过程。分馏的基本原理,即利用混合液中各组分的相对挥发度的不同来进行分离。在塔中，汽相从塔底向塔顶上升,液相则从塔顶向塔底下降。在每层板上,汽液两相相互接触时，汽相产生部分冷凝,而液相产生部分汽化,液相的部分汽化,使液相中的易挥发组分向汽相扩散而导致汽相中的易挥发组分的含量增多；汽相的部分冷凝,使汽相中的难挥发组分向液相扩散而导致液相中的难挥发组分的含量增多,进而使同一层板上互相接触的汽液两相趋向平衡。当操作稳定时,稳定塔顶产出C3、C4 馏分，稳定塔底产出蒸汽压合格的汽油。1.1.3.3 气体分馏单元装置设计采用了常规的脱丙烷塔、脱乙烷塔和丙烯塔三塔流程，塔顶用循环水进行冷却，塔底重沸器用1.0MPa 的蒸汽、高温热水作为热源提供热量。脱丙烷塔T-1301 和丙烯塔T-1303/B 塔顶压力采用热旁路压力控制方案，该方案的特点是将塔顶冷凝器安装在回流罐的下边，当塔顶压力发生变化时，通过调节不经冷凝器的热旁路来调节塔顶与回流罐之间的压差，压差的变化使冷凝器与回流罐的液面差随之改变，从而改变了冷凝器的冷凝冷却面积，使塔顶蒸汽冷凝量发生变化，塔顶压力随之变化，这样便达到了稳定塔压的目的。分馏是利用混合物中各组分的挥发度（或沸点）的不同而将其分离出来的一种方法。气体分馏的主要设备有精馏塔、冷凝器和重沸器，精馏塔内设有塔板，进料板以上为精馏段，进料板以下为提馏段。精馏过程的实质是不平衡的汽、液两相经过热交换、汽相多次部分冷凝与液相多次部分汽化相结合的过程。即汽、液两相在分馏塔板上传质、传热的过程。物料进入分馏塔以后，汽相借压差穿过塔板上的小孔与板上液相“接触”，由于汽液两相存在温度差和浓度差，因此两相接触之后，进行热、质交换，汽相离开液层后升入上一层塔板，将热量传给液相，液相则自上而下逐板下降，两相在每层塔板上多次传热、传质后，上升的汽相温度不断下降，其中相对挥发度较低的重组分不断被冷凝下来进入回流液中，上升的汽相中轻组分浓度逐渐增加，下降的液相得到热量后温度不断提高，其中的轻组分汽化为汽相，因此下降的液相中轻组分浓度不断下降，这样，通过塔板的精馏作用，达到汽、液相组分分离的目的。汽相从塔顶出来后经塔顶冷凝器冷凝冷却后，一部分送回塔内作为内回流，一部分作为塔顶产品。塔底的一部分物料循环，由重沸器提供热源，将塔底物料加热，使塔底物料中轻组分蒸发，作为塔内上升的汽相，部分以液相形式从塔底抽出，作为塔底产品。（一）压力精馏塔的操作是在一定压力下进行的，塔的压力主要取决于塔顶产品组成和产品冷凝后的温度以及操作总费用等。一般精馏塔的操作首先要保持压力的稳定。塔压波动对塔的操作将带来影响：1.影响产品质量和物料平衡。根据相平衡原理，改变操作压力，将使每块塔板上汽液平衡的组成发生改变。压力升高，则气相中重组分减少，相应地提高了气相中轻组分浓度；液相中轻组分含量较多增加，同时也改变了汽液相重量比，使液相量增加，气相量减少。总的结果是：塔顶馏分中轻组分浓度增加了，但数量却相对减少；塔底液相中的轻组分浓度增加，塔底液体量也增加。同理，压力降低，塔顶馏分中轻组分浓度降低了，但数量却增加了；塔底液相中轻组分浓度减少，数量也减少。2.改变组分间的相对挥发度。压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。像丙烯、丙烷间相对挥发度受影响很大。由此可见，塔的压力不稳，塔的其它工艺参数，如温度、流量和液面也随之波动。这样塔正常的物料平衡和热量平衡将被破坏，正常操作也会被打乱，产品质量和收率都无法保证。因此，气体精馏塔在生产中，进行其它工艺参数调节时，都应使塔的压力保持稳定，只有塔内的压力稳定了，其它工艺参数才能稳定。在精馏操作中，进料量、进料组成、进料状态以及塔底加热蒸汽量、回流量、回流温度等的变化，都可能引起塔压的波动。（二）温度按相平衡原理，塔顶与塔底温度的改变将引起操作压力和塔顶、塔底产品组成的变化，从而影响物料平衡及汽液平衡。在精馏操作中，一般是通过稳定塔压，调节温度直接或间接控制产品质量情况。（三）回流比回流比就是塔顶回流液体量与采出量的重量比。若塔顶上升蒸汽经冷凝后，全部回流至塔内，称为全回流。当回流量减少到某一程度，可能会导致没有足够的液体返回塔内使上升的蒸汽逐级得到蒸浓，也就是精馏丧失了分离能力，此时的回流比为最小回流比。回流的作用是提供精馏所必须的液相介质，提高分离精度，它是精馏连续稳定操作的必要条件之一。回流比的大小主要取决于各组分间分离的难易程度和要求的分离精确度、产品质量要求等。在精馏操作中，当回流比增加时，分离精度提高，所需理论塔板数减少，但塔顶循环水耗量、塔底蒸汽耗量及回流泵所耗电量等费用将增加，塔的处理能力降低，能耗上升。回流比过大，甚至导致液泛现象；当减小回流比时，分离精度降低，操作费用将减少，但所需理论塔板数增加。实际操作中，回流比介于全回流和最小回流比之间。最佳的回流比是通过经济核算来决定，即在达到分离要求的前提下的最小回流比为宜。常规流程的操作回流比一般为最小回流比的1.12 倍。实际精馏设计中，最佳回流比根据经验来选取。本装置T2001 操作回流比为2，T2003B 操作回流比为1415。1.1.3.4 MTBE 单元醚化反应原理混合C4 中异丁烯与甲醇在强酸性苯乙烯系大孔阳离子交换树脂催化剂作用下发生合成反应生成MTBE。副反应：1）异丁烯水合生产叔丁醇（TBA)2）异丁烯二聚生产二异丁烯（DIB)3）甲醇脱水生成二甲醚和水醇稀比：甲醇与异丁烯的摩尔比，一般控制为1.01.05 为宜。醇烯比过大：可使异丁烯转化率增加，但多余的甲 醇不仅增加了反应精馏塔的分离难度而且增加了甲醇回收塔的负荷。醇烯比过小：发生异丁烯聚合反应，放出大量热量，造成反应器超温，烧坏催化剂反应温度：反应温度的高低不仅影响异丁烯的转化率，而且也影响MTBE 的选择性、催化剂的使用寿命和反应速度。生产温度：一般5070为宜，温度超过80 ，副反应增加，催化剂寿命缩短，温度超过120，催化剂失活。催化蒸馏原理：反应与精馏在同一个塔内进行，反应放出的热量用于精馏物料汽化，保证反应在恒温下进行。产品分离原理：利用C4 和甲醇形成最低共沸物的性质，采用共沸精馏的方法，将MTBE 与甲醇、C4 进行分离。甲醇回收原理：利用C4 和甲醇在水中溶解度的不同，用水做萃取剂，将甲醇和C4 分离，在用精馏的方法分离甲醇与水。1.1.3.5 芳构化单元1、轻烃芳构化反应机理C4 液化气、干气等原料经加热转化为气相，在特种分子筛催化剂的作用下进行芳构化反应，反应较为复杂，一般包括裂化、齐聚、环化和脱氢四个主要步骤。1) 裂化：轻烃分子在一定温度、压力和催化剂的作用下，首先裂化为低分子烯烃、烷烃，这个反应是强吸热反应。2) 齐聚：小分子烯烃、烷烃通过正碳离子反应机理，形成中间聚合体，该反应是个放热反应。3) 环化：烯烃或其中间聚合体环化形成六元环，是个放热反应。4) 脱氢：六元环脱氢生成芳烃，是个吸热反应。烃分子首先裂化成低分子“碎片”，这些“碎片”在正碳离子的作用下“连接”成环，通过脱氢或氢转移生成芳烃。烷烃原料的芳构化是高度吸热的反应，而烯烃原料的芳构化过程，依据非芳构化物的组成，是放热反应。2、干气芳构化机理干气芳构化反应的机理是乙烯通过吸附于催化剂酸性位上生成的中间物碳正离子进行进一步反应的链式机理。即首先乙烯在催化剂的B 酸位上吸附生成乙基碳正离子，所生成的乙基碳正离子通过与另外一个乙烯分子进行缩合，生成丁基碳正离子，新生成的碳正离子可以进一步发生其它反应如烷基化、环化、氢转移、脱氢生成芳烃，在反应过程中还有异构重排等反应发生。乙烯在分子筛上的反应主要有齐聚、环化和脱氢反应。1) 齐聚：小分子烯烃、烷烃通过碳正离子反应机理，形成中间聚合体，该反应是个放热反应。2) 环化：烯烃或其中间聚合体环化形成六元环，是个放热反应。3) 脱氢：六元环脱氢生成芳烃，是个吸热反应。低分子烯烃在碳正离子的作用下“连接”成环，通过脱氢或氢转移生成芳烃，综合来看，乙烯原料的芳构化反应是高度放热的过程。3、影响因素影响芳构化反应主要因素有：温度、空速、压力、循环液化气等。1) 反应温度对于芳构化反应不同的原料，所需的最低温度相差很大，烯烃为放热反应。从催化剂的角度看，催化剂上存在很多活性中心，有的活性中心在260就开始反应，有的则在325以后才开始反应，为了最大的发挥催化剂的使用效率，应该循序渐进的提高反应温度，使催化剂上各个反应中心都充分反应，如果一开始反应温度都提的很高，那么所有的活性中心都发生反应，温度升高，烯烃是放热反应，烯烃的芳构化反应就会受到抑制，另一方面过高的反应温度促使热裂化等副反应加剧，导致干气和焦炭产率增加。因此对于本技术而言芳构化反应温度应当循序渐进为宜。2) 进料空速进料空速的大小，对装置的处理量及芳构化反应的转化率都有不同的影响。进料空速大，装置处理量大，因此装置的相对投资费用和操作费用就越低，但是进料空速越大，反应物料在催化剂床层内停留时间就越短，化学反应就不能充分进行，相同原料转化率时催化剂的操作周期短、产物分布不理想。因而对于不同性质的反应物料，应综合产品分布、投资及操作费用、催化剂操作周期等诸多因素考虑，选择适宜的进料空速。3) 反应压力脱氢环化反应或脱氢环化二聚反应都不能在压力下运行，因为它们对氢分压是十分敏感的。而催化剂上的芳构化反应，则在较高的压力下操作并无有害影响，不过一般都在常压下或低压下进行。4) 循环液化气烷烃原料的芳构化反应是吸热反应，而烯烃原料的芳构化反应是放热反应。因此应合理搭配高清洁液化气，可以使反应床层温度更加稳定。1.1.4 工艺流程说明1.1.4.1 甲醇裂解单元1、反应部分从界区外来的甲醇原料进入甲醇原料缓冲罐D4101，由甲醇进料泵P4101/AB 加压，经原料换热器E4101/AB 与E4102/ABCD 换热至135后分三路，第一路与芳构化单元来的丁烷以及低压蒸汽混合，经加热炉加热至420左右于顶部进入甲醇反应器R4101/ABC（两开一备）；第二路路分六组分别进入甲醇反应器各个进料点；第三路由事故返回线经冷凝冷却器L4101/AB 冷却至常温后进入甲醇原料罐（正常不用）。反应器内进料混合物在催化剂的作用下进行环化、脱氢、氢转移、缩合、烷基化等反应，反应产物从反应器R101/ABC 底部出来，先经过换热器E4103/AB 给热水换热，降温至138后进入反应产物一级分离器D4102 进行气液分离，脱出大部分的水分，油气混合物继续经冷却器L4102/AB 冷却至40，进入反应产物二级分离器D4103 进行进一步的气液分离，富气送往压缩机C2301，粗汽油送往吸收稳定单元。D4102 产生的热水和D4103 产生的冷凝水经反应热水泵P4102/AB 和冷凝水泵P4103/AB 分别送往装置外。2、再生部分反应进行一段时间后，随着反应器（R4101/ABC）中催化剂表面结焦量的增加，催化剂表面活性降低，当检测到产品收率、质量不能满足要求时，需将反应器（R4101/AB） 切换出反应系统进行催化剂烧焦再生处理。催化剂再生采用氮气和空气作为再生气体，并控制再生气体中的氧含量，以防止反应器催化剂床层再生烧焦超温破坏催化剂。烧焦前，首先启动再生循环气压缩机（C4102/AB），将氮气引至压缩机（C4102/AB）入口处，并经压缩机（C4102/AB）升压至0.75MPa、换热器（E4112/AB）换热、加热炉(F4101/ABC) 加热后，进入反应器（R4101/ABC）给催化剂床层进行循环热氮吹扫，循环加热。热氮出反应器（R4101/ABC）后进入再生循环气冷却器（L4109），冷却后进入氮气分液罐（D4109）和氮气干燥罐吸附分离出循环气中带出的油滴，然后将循环氮引至压缩机（C4102/AB）入口增压循环，以逐步将反应器中的油气带出。当反应器中残留的油气满足安全要求，且反应器进口循环再生气的温度达到烧焦需要的温度时，开始从压缩机（C4102/AB）入口引入空气，要求控制循环再生气中氧体积含量，以控制反应器再生时的温升不高于50。根据反应器烧焦情况（关注温升），逐步缓慢的提高循环气中氧含量和反应器入口温度，当反应器入口温度达到480（分三个阶段再生），且循环再生气中氧含量达到入口循环气中的氧浓度时，观察反应器中温升情况。当反应器中不再有温升时，烧焦结束。烧焦气经冷却器（L4109）出口管线直接大气高空排放，并用氮气对系统进行彻底的吹扫转换。当系统中的氧含量合格后，方可进行下一周期的正常生产。1.1.4.2 吸收稳定单元从甲醇裂解单元油气分离器来的富气进入气压机进行压缩。气压机出口富气与解吸塔顶气及吸收塔底油混合，经压缩富气冷凝冷却器(E2301)冷却至40，进入气压机出口油气分离器(V2302)进行气液分离。分离后的气体进入吸收塔用粗汽油及稳定汽油作吸收剂进行吸收，吸收过程放出的热量由两个中段回流取走。凝缩油由解吸塔进料泵(P2301A,B)从气压机出口油气分离器(V2302)抽出，进解吸塔(T2302)顶部。解吸过程由塔底重沸器提供热源，以解吸出凝缩油中的C2 组分。解吸塔重沸器(E2309)采用1.0Mpa 蒸汽作热源。脱乙烷汽油由塔底经稳定塔进料泵(P2305A,B)抽出，经稳定塔进料换热器(E2304、E2305)与稳定汽油换热后送至稳定塔(T2304)第十八、二十二、二十六层进行多组分分馏，稳定塔底重沸器(E2310)由1.0Mpa 蒸汽提供热源。液化石油气从塔顶馏出，经稳定塔顶冷凝冷却器(E2308A-D)冷至40后进入稳定塔顶回流罐(V2303)。液化石油气经稳定塔顶回流油泵(P2306A,B,C)抽出后，一部分作稳定塔回流，其余作为液化石油气产品送至气体分馏单元作原料。稳定汽油从稳定塔底流出，经稳定塔进料换热器(E2304)与脱乙烷汽油换热后，再经稳定汽油冷凝冷却器(E2307)冷却至40，一部分由稳定汽油泵(P2307)送至吸收塔(T2301)作补允吸收剂；另一部分分两路，一路送往汽油罐(V2302),一路作为产品送出装置。1.1.4.3 气体分馏单元从吸收稳定及装置外来的液化气进入原料缓冲罐(V-2001)，经脱丙烷塔进料泵(P-2001/A.B)送至原料预热器(E-2001)，由250的蒸汽凝结水加热至72后，进入脱丙烷塔（T-2001）第38 层塔板。碳二、碳三馏分从顶部经脱丙烷塔顶冷凝器(E-2002/A、B)冷凝冷却后，进入脱丙烷塔回流罐（V-2002）。冷凝液一部分用脱丙烷塔回流泵（P-2002/A.B）抽出作为脱丙烷塔（T-2001）回流，另一部分用脱乙烷塔进料泵（P-2003/A.B）送至脱乙烷塔（T-2002）第27 层塔板。塔底物料碳四、碳五馏分由碳四碳五冷却器（E-2010）冷却至40后自压送出装置。脱乙烷塔进料进入脱乙烷塔（T-2002）第27 层塔板。塔顶碳二、碳三气体经脱乙烷塔顶冷凝器（E-2005/A、B）部分冷凝后，进入脱乙烷塔回流罐（V-2003）。不凝气自脱乙烷塔回流罐顶经压控阀送至燃料气管网， 冷凝液经脱乙烷塔回流泵（P-2004/A.B）送回脱乙烷塔顶全部作为回流。脱乙烷塔底物料自压至粗丙烯塔（T-2003），作为该塔进料。丙烯塔进料进入粗丙烯塔（T-2003/A）第70 层塔板。塔顶粗丙烯气体直接去精丙烯塔（T-1303/B）底，塔底设两台并联重沸器(E-2006/A.B)，热源为1.0MPa 蒸汽。塔底丙烷经丙烷冷却器（E-2008）冷却至40后自压出装置。精丙烯塔进料为粗丙烯塔来的气相粗丙烯， 塔顶精丙烯经塔顶冷凝器（E-2007/A-D）部分冷凝后，进入精丙烯塔回流罐（V-2004）。冷凝液用精丙烯塔回流泵（P-2006/A.B）抽出，一部分送回精丙烯塔顶部作为回流；另一部分经精丙烯冷却器（E-2009）冷却至40后经精丙烯脱硫罐（V-2005）脱硫后送出装置。精丙烯塔（T-1303/B）底液体用丙烯塔中间泵（P-2005/A.B）抽出，送至粗丙烯塔顶部作为回流。1.1.4.4 MTBE 单元来自气分单元的碳四进入本单元的碳四原料罐（V-101），然后经碳四进料泵（P-102A、B）加压后与甲醇原料混合。来自罐区的甲醇经进入本单元的甲醇原料罐（V-102），然后经甲醇进料泵（P-101A、B）加压，按一定比例与来自泵（P-102A、B）的碳四混合（甲醇与碳四中的异丁烯摩尔比为1.05）。混合后经原料预热器（E-109）预热到3550后物料去反应器（R-101A、B）进行反应，预热器在开车过程中用蒸汽加热，正常开车时由蒸汽凝液加热。每个反应器有两段催化剂，催化剂中间设有高效换热器，通过调节换热器循环水的流量控制每个反应器下段物料出口的温度3550之间，通过换热器取出反应热，促进物料在反应器上段生成MTBE，物料经过反应器后异丁烯的转化率可以达到9092%，物料由反应器出来后直接进入塔（T-101）的中下部第6块塔盘上部进料。反应器操作压力为0.71.0 (g)，催化剂床层最高操作温度不得大于85。进入反应精馏塔的物料轻组分（C4）向上走进入反应精馏段，反应精馏段上部注入甲醇（约150 /h），未反应的异丁烯在反应精馏段在催困包填料作用下继续和新注入的甲醇反应生成MTBE。物料在塔内进行反应精馏后，塔底得到98%的MTBE 产品。产品从塔底排出，经产品换热器（E-103）与甲醇回收塔（T-103）进料换热，再经MTBE 产品冷却器（E-104）冷却至常温送出装置。塔顶碳四馏份馏出，由反应塔冷凝器（E-101）冷凝后流入到反应塔回流罐（V-105），冷凝液由反应塔回流泵（P-104A、B）将一部分打回流，一部分去碳四残液水洗塔（T-102）。反应塔顶控制温度62，压力：0.7 (G)反应塔底控制温度138.5从醚化反应、精馏单元来的含甲醇1.91%左右的醚后碳四进入碳四残液水洗塔（T-102）的下部，与从塔上部来的洗涤水在塔内逆向混合，料水比为56，用水洗去其中的甲醇，塔顶得到含甲醇小于50ppm 的醚后碳四，经碳四残液集罐（V-106）除去夹带的水后，作为剩余碳四送往界区外的碳四贮罐，塔的操作温度控制在40，塔顶压力控制在0.75 (G)碳四残液水洗塔（T-102）塔底含甲醇约6.32%的富醇水经甲醇塔进出料换热器（E-107）升温至75，再经产品换热器（E-103）升温到115后进入甲醇回收塔（T-103）的中部，由甲醇塔再沸器（E-106）加热，控制灵敏板温度为116。其中甲醇塔顶压要求控制在0.02 (G)。塔顶回收的甲醇经由甲醇塔冷却器（E-105）冷却后进入甲醇塔回流罐（V-107），甲醇塔回流罐的甲醇由甲醇塔回流泵（P-105A、B）一部分打回流，控制塔顶温度在68左右（回流比约控制在12）；一部分返回甲醇原料罐（V-102）循环使用。塔底的水由水循环泵（P-106A、B）加压，经甲醇塔进出料换热器（E-107）和进料换热后现经水循环冷却器（E-108）冷至40，进入碳四残液水洗塔（T-102）上部。1.1.4.5 芳构化单元1、反应部分：从MTBE 单元来的醚后碳四进入原料缓冲罐(D4101)，由原料泵（P4105）加压，经碳四-稳定汽油换热器(E4105)、碳四-脱重塔顶油气换热器（E4106）换热，进入原料汽化罐(D4105)；从吸收稳定单元出来的干气经干气进料缓冲罐（D4108）和压缩机（K4101/AB）进入原料汽化罐（D4105）与混合碳四混合，经原料汽化器（E4111）由稳定汽油加温汽化后进入原料-过热蒸汽换热器(E4107)加温至130，分三路进入芳构化固定床反应器(R4102/AB)，一路由加热炉(F4102/AB)加热至400由芳构化固定床反应器R4102/AB 顶部进入；另两路作为冷进料直接进入芳构化固定床反应器（R4102/AB）中部。原料在一定条件下（温度、压力、催化剂的作用下）发生反应，反应油气从反应器（R4102/AB）底部出来经稳定塔底重沸器（E4108/AB）给稳定塔提供热源后进入脱重塔（T4101）。2、反应产物分馏部分：反应油气进入脱重塔（T4101）进行分离，塔底液相为少量重芳构化油（煤油），经脱重塔底冷却器（L4104）冷却至40后作为产品送出装置；脱重塔中段油换热器（E4109/AB）热源由解析塔底油提供；脱重塔顶油气经换热器（E4106/AB）及冷却器（L4103/AB）冷却至40后进入气液分离罐（D4106）。分离后的富气进入吸收塔用脱重塔顶油和稳定汽油作为吸收剂进行C3 以上组分的吸收，吸收过程中的热量由吸收塔两个中段回流取走。吸收塔顶干气进入燃料气罐（D4113）作为燃料气使用；吸收塔底油经塔底泵（P4109/AB）提升至解析塔上部。解吸过程由塔底重沸器（E4110）提供热源，以解吸油气中的C2 组分；解吸塔底重沸器由1.0Mpa 蒸汽提供热源。解吸塔顶气和脱重塔顶油气合并后进入冷却器（L4103/AB）冷却至40后进入油气分离罐（D4106），解吸塔底脱乙烷油用泵（P4110/AB）提升至稳定塔中部进行分馏。稳定塔底重沸器（E4108/AB）分别由1.0Mpa 蒸汽和反应油气提供热源，液化气经稳定塔顶冷却器（L4106/AB）冷却至40后进入稳定塔顶回流罐（D4101）。在回流罐底部经稳定塔顶泵（P4111/AB）抽出，一路作为冷回流返回稳定塔上部，另一路作为产品送出装置；回流罐底部分液化气经丁烷进料泵抽出后进入甲醇制丙烯反应器作为进料。稳定塔底油给反应进料提供热源后经冷却器（L4108/AB）冷却至40，再经补充吸收剂泵（P4112/AB）提升，一路作为补充吸收剂送往吸收塔，另一路作为产品送出装置。3、催化剂再生部分反应进行一段时间后，随着反应器（R4102/AB） 中催化剂表面结焦量的增加，催化剂表面活性降低，当检测到产品质量不能满足要求时，需将反应器（R4102/AB）切换出反应系统进行催化剂烧焦再生处理。催化剂再生采用氮气和空气作为再生气体，并控制再生气体中的氧含量，以防止反应器催化剂床层再生烧焦超温破坏催化剂。烧焦前，首先启动再生循环气压缩机（C4102/AB），将氮气引至压缩机（C4102/AB）入口处，并经压缩机（C4102/AB）升压至0.75MPa、换热器（E4112/AB）换热、加热炉(F4102/AB) 加热后，进入反应器（R4102/AB）给催化剂床层进行循环热氮吹扫，循环加热。热氮出反应器（R4102/AB）后进入再生循环气冷却器（L4109 ），冷却后进入氮气分液罐（D4109）和氮气干燥罐吸附分离出循环气中带出的油滴，然后将循环氮引至压缩机（C4102/AB）入口增压循环，以逐步将反应器中的油气带出。当反应器中残留的油气满足安全要求，且反应器进口循环再生气的温度达到烧焦需要的温度时，开始从压缩机（C4102/AB）入口引入空气，控制循环再生气中氧体积含量，以控制反应器再生时的温升不高于50。根据反应器烧焦情况（关注温升）， 逐步缓慢的提高循环气中氧含量和反应器入口温度，当反应器入口温度达到520（分四个阶段再生），且循环再生气中氧含量达到反应器入口循环气中的氧浓度时，观察反应器中温升情况。当反应器中不再有温升时，烧焦结束。烧焦气经冷却器（L4109）出口管线直接大气高空排放，并用氮气对系统进行彻底的吹扫转换。当系统中的氧含量合格后，方可进行下一周期的正常生产。1.2 主要工艺指标1.2.1 原料指标1.2.1.1 甲醇原料指标待设计提供1.2.2 辅料指标1.2.2.1 甲醇制烯烃催化剂待设计和催化剂厂家提供1.2.2.2 MTBE 催化剂（膨胀床反应+催化蒸馏）D005-型醚化树脂催化剂指标名称 技术规格 检验方法1) 质量交换容量 mmol/g(干,H+） 5.2 GB/T16579-20042) 含水量：% 4856 GB/T16579-20043) 湿真密度 g/ml 1.151.25 GB/T16579-20044) 湿视密度 g/ml 0.750.85 GB/T16579-20045) 粒度 mm 0.3551.25 GB/T16579-20046) 耐磨率 % 95 GB/T16579-2004催化蒸馏组件指标名称 规格1) 不锈钢网 OCr132) 直径mm 1603503) 高度mm 4855151.2.2.3 芳构化催化剂待设计和催化剂厂家提供1.2.3 产品指标和主要操作条件1.2.3.1 公用工程指标项目 单位 指标 项目 单位 指标低压蒸汽压力 Mpa 1.00.15 循环水压力 Mpa 0.4中压过热蒸汽压力 Mpa 3.50.1 非净化风压力 Mpa 0.4新鲜水压力 Mpa 0.4 净化风压力 Mpa 0.4氮气压力 Mpa 0.4 低压蒸汽温度 24551.2.4. 主要操作条件1.2.4.1 甲醇裂解、吸收稳定单元一、原料、产品质量指标项目 单位 指标 项目 单位 指标甲醇浓度 % 99.8 甲醇含水 % 0.1汽油饱和蒸汽压 Kpa 65 液化气C5 含量 % 3液化气C2 含量 % 2 干气C3 含量 % 3二、工艺控制指标项目 单位 指标 项目 单位 指标D4101 液位 % 4060 T2301 顶温度 3040D4102 液位 % 4060 T2301 液位 % 4060D4103 液位 % 4060 V2302 液位 % 4060炉出口温度TICR4112/ABC 420430 T2302 顶温度 405反应器TICA4117/ABC 475480 T2302 底温度 655反应器TICA4120/ABC 475480 T2302 底液位 % 4060反应器TICA4123/ABC 475480 V2303 液位 % 4060反应器TICA4126/ABC 475480 T2303 顶压力 Mpa 0.800.90反应器TICA4129/ABC 475480 T2303 液位 % 4060反应器TICA4132/ABC 475480 T2304 顶温度 603F4101/AB 炉膛温度 800 T2304 顶压力 Mpa 1.01.10T2304 底液位 % 4060 T2304 底温度 16551.2.4.2 气体分馏单元一、原料指标项目 单位 指标原料液态烃总硫 mg/m3 250原料液态烃C2 含量 % 2二、产品质量指标项目 单位 指标丙烯纯度 % 99.5丙烯总硫 ppm 10丙烯含水 ppm 100T3 底丙烯含量 %（v） 5三、工艺控制指标项目 单位 指标脱丙烷塔压力 MPa 1.751.9脱丙烷塔顶温度 502脱乙烷塔压力 Mpa 2.22.3精丙烯塔压力 Mpa 1.81.9脱乙烷塔底温度 1053粗丙烯塔底温度 622精丙烯塔顶温度 483原料缓冲罐液位 % 4060丙烯回流罐液位 % 40601.2.4.3 MTBE 单元一、原料指标项目 单位 指标C4 原料 C5 含量 W% 1甲醇原料 浓度 % 99.8含水量 % 0.1二、产品质量指标项目 单位 指标 项目 单位 指标MTBE % 95 其他 % 5三、工艺控制指标项目 单位 指标 项目 单位 指标T101 顶温 583 T101 液位 % 4060T101 低温 1303 T102 界位 % 4060T103 顶温 653 T103 液位 % 4060T103 低温 1033 V-101 液位 % 4060T101 压力 Mpa 0.600.80 V-102 液位 % 4060T102 压力 Mpa 0.600.80 V-103 液位 % 4060T103 压力 Mpa 0.020.01 V-104 液位 % 90V-106 液位 % 4060 V-105 液位 % 4060V-106 差压 Mpa 0.1 V-107 液位 % 40601.2.4.4 芳构化单元一、原料指标项目 指标 项目 指标原料碳四二烯烃含量 0.3% 原料中甲醇、二甲醚含量 0.5%氮类化合物 5ppm一、产品质量指标项目单位指标 项目单位指标汽油饱和蒸汽压 Kpa 65 液化气C5 含量 V% 3液化气C2 含量 % 2 干气C3 含量 % 3二、工艺控制指标项目单位指标 项目单位指标T4101 顶温度 120140 D4105 压力 Mpa 1.401.50T4101 底液位 % 4060 D4106 液位 % 4060T4101 底温度 200230 D4107 液位 % 4060T4102 顶温度 3040 D4107 压力 Mpa 0.801.0T4102 顶压力 Mpa 0.650.75 D4108 液位 % 40T4102 底液位 % 4060 D4108 压力 Mpa 0.550.65T4103 顶温度 4050 D4111 液位 % 4060T4103 底液位 % 4060 D4112 液位 % 4060T4103 底温度 5060 D4113 液位 % 40T4104 顶温度 655 D4113 压力 Mpa 0.350.45T4104 顶压力 Mpa 0.851.05 F4102/AB 炉膛温度 800T4104 底温度 150170 F4102/AB 出口温度TICR4182/AB 260420T4104 底液位 % 4060 D4105 液位 % 4060D4104 液位 % 40601.2.5 主要设备一览表单元名称 序号 设备位号 设备名称 数量吸收稳定 1 T2301 吸收塔 12 T2302 解吸塔 13 T2303 再吸收塔 14 T2304 稳定塔 15 V2301 干气分液罐 16 V2302 气压机出口油气分离器 17 V2303 稳定塔顶回流油罐 18 V2304 轻污油罐 19 V2306 气压机出口放火炬气体分液罐 110 V2307 放火炬凝液罐 111 V2308 氮气罐 112 E2301/ABCD 压缩富气冷凝冷却器 413 E2302 吸收塔一中段回流油-循环水换热器 114 E2303 吸收塔二中段回流油-循环水换热器 115 E2304 稳定塔进料换热器 116 E2305 解吸塔中段重沸器 117 E2307/AB 稳定汽油-循环水换热器 218 E2308/ABCDEF 稳定塔顶冷凝冷却器 619 E2309 解吸塔底重沸器 120 E2310 稳定塔底重沸器 121 P2301/AB 解吸塔进料泵 222 P2302/AB 吸收塔底油泵 223 P2303/AB 吸收一中循环油泵 224 P2304 吸收二中循环油泵 125 P2305/AB 稳定塔进料泵 226 P2306/AB 稳定塔顶回流泵 227 P2307/AB 稳定汽油泵 228 P2308 轻污油泵 1合计 431 T-2001 脱丙烷塔 12 T-2002 脱乙烷塔 13 T-2003/A 粗丙烯塔 14 T-1303/B 精丙烯塔 15 V-2001 原料缓冲罐 16 V-2002 脱丙烷塔回流罐 17 V-2003 脱乙烷塔回流罐 18 V-2004 精丙烯塔回流罐 19 E-2001 原料预热器 110 E-2002/ABCD 脱丙烷塔顶冷凝器 411 E-2003 脱丙烷塔重沸器 112 E-2004 脱乙烷塔重沸器 113 E-2005/ABCD 脱乙烷塔顶冷凝器 414 E-2006/AB 精丙烯塔重沸器 215 E-2007A-D 精丙烯塔顶冷凝器 416 E-2008 丙烷冷却器 117 E-2009 丙烯冷却器 118 E-2010 碳四碳五冷却器 119 P2001/AB 脱丙烷塔进料泵 220 P2002/AB 脱丙烷塔回流泵 221 P2003/AB 脱乙烷塔进料泵 222 P2004/AB 脱乙烷塔回流泵 223 P2005/AB 两丙烯塔中间料泵 224 P2006/AB 丙烯塔回流泵 2气体分馏合计 40MTBE 1 R-101/AB 反应器 12 T-101 催化蒸馏塔 13 T-102 甲醇萃取塔 14 T-103 甲醇回收塔 15 V-101 碳四原料罐 16 V-102 甲醇原料罐 17 V-103 蒸汽冷凝液闪蒸罐 18 V-104 废液罐 19 V-105 蒸馏塔回流罐 110 V-106 碳四残液集液罐 111 V-107 甲醇塔回流罐 112 V-108 火炬气液分离罐 113 E-101/AB 蒸馏塔顶冷凝冷却器 214 E-102 蒸馏塔底再沸器 115 E-103/AB 产品换热器 216 E-104/AB 产品冷却器 217 E-105/AB 甲醇塔顶冷凝冷却器 218 E-106 甲醇塔底再沸器 119 E-107/AB 甲醇塔进出料换热器 220 E-108 循环水冷却器 121 E-109 原料油预热器 122 P-101/AB 甲醇进料泵 123 P-102/AB 碳四进料泵 224 p-103/AB 蒸汽凝液输送泵 225 P-104/AB 催化蒸馏塔回流泵 226 P-105/AB 甲醇塔回流泵 227 p-106/AB 循环含甲醇水泵 2合计 37C2301 气压机组1 气压机 12 汽轮机 13 气压机中间分液罐 14 气压机中间冷却器 15 气压机润滑油冷却器 26 气压机润滑油泵 27 V2203 气压机入口分液罐 1压缩机合计 91 R4101/ABC 甲醇裂解反应器 32 R4101/AB 芳构化反应器 23 T4101 脱重塔 14 T4102 吸收塔 15 T4103 解吸塔 16 T4104 稳定塔 17 D4101 甲醇进料缓冲罐 18 D4102 反应油气一级分液罐 19 D4103 反应油气二级分液罐 110 D4104 碳四进料缓冲罐 111 D4105 芳构化进料汽化罐 112 D4106 脱重塔顶油气分液罐 113 D4107 稳定塔顶油气分液罐 114 D4108 干气分液缓冲罐 115 D4109 氮气分液罐 116 D4110/AB 氮气干燥罐 217 D4111 凝结水罐 1甲醇裂解、芳构化单元18 D4112 热水罐 119 D4113 燃料气分液罐 120 D4114 甲醇裂解反应器出口集合管 121 L4101/AB 甲醇冷凝冷却器 222 L4102/AB 反应产物冷凝冷却器 223 L4103/AB 脱重塔顶油气冷却器 224 L4104 脱重塔底油冷却器 125 L4105 吸收塔一中段油冷却器 126 L4106/AB 稳定塔顶油气冷凝冷却器 227 L4107 液化气冷却器 128 L4108/AB 稳定汽油冷却器 229 L4109 氮气冷却器 130 L4110 循环热水冷却器 131 L4111 吸收塔二中段油冷却器 132 E4101/AB 甲醇-热水换热器 233 E4102/ABCD 反应油气-甲醇换热器 434 E4103/AB 反应油气-热水换热器 235 E4104/AB 丁烷-热水换热器 236 E4105/AB 碳四-稳定汽油换热器 237 E4106/AB 碳四-脱重塔顶油气换热器 238 E4107 原料-过热蒸汽换热器 139 E4108/AB 稳定塔底重沸器 240 E4109/AB 解吸油-脱重塔中段油换热器 241 E4110 解吸塔底重沸器 142 E4111 原料汽化器 143 E4112/AB 氮气换热器 244 P4101/AB 甲醇进料泵 245 P4102/AB 反应热水泵 246 P4103/AB 冷凝水泵 247 P4104/AB 粗汽油泵 248 P4105/AB 碳四进料泵 249 P4106/AB 脱重塔顶油泵 250 P4107/AB 脱重塔中段回流泵 251 P4108/AB 吸收塔一中段回流泵 252 P4109/AB 吸收塔底泵 253 P4110/AB 解吸塔底泵 254 P4111/AB 稳定塔底泵 255 P4112/AB 补充吸收剂泵 256 P4113/AB 丁烷进料泵 257 P4114/AB 反应注水泵 258 P4115/AB 热水泵 259 P4116 吸收塔二中段回流泵 160 C4101/AB 干气压缩机 261 C4102/AB 氮气压缩机 262 F4101/ABC 甲醇裂解加热炉 363 F4102/AB 芳构化加热炉 2合计 103共计 232第二章 工艺操作规程2.1 甲醇裂解、吸收稳定单元2.1.1 甲醇裂解、吸收稳定任务以甲醇为原料，在一定条件下（温度、压力和