MTBE装置生产原理及工艺流程PPT课件

甲基叔丁基醚装置介绍，第1、2、1化工厂甲基丁基车间，甲基叔丁基醚基本介绍，第3，甲基叔丁基醚基本介绍。甲基叔丁基醚是甲基叔丁基醚的商品名，甲基叔丁基醚是异丁烯和甲醇在强酸催化剂作用下反应的产物。它的主要目的是取代四乙基铅作为添加剂来提高汽油的辛烷值。纯甲基叔丁基醚的辛烷值是109。此外，甲基叔丁基醚热解可以产生高纯度的异丁烯，异丁烯是生产丁基橡胶的原料，也是需要引入叔丁基反应的其他单体。甲基叔丁基醚装置生产两种产品，一种是甲基叔丁基醚，另一种是粗丁烯。甲基叔丁基醚合成反应的直接结果是获得甲基叔丁基醚，间接结果是分离正丁烯和异丁烯。由于正丁烯和异丁烯的相对挥发度接近1，用常规精馏方法难以分离。因此，目前合成甲基叔丁基醚的化学方法广泛用于分离。5、甲基叔丁基醚合成技术，第一套甲基叔丁基醚装置于1973年在意大利建成，我国开发的第一套装置于1983年在齐鲁橡胶厂建成，大庆甲基叔丁基醚装置采用齐鲁研究院开发的固定床两级深度转化工艺，该装置主要由三个反应器和六个塔组成，由反应、甲基叔丁基醚分离、甲醇回收和粗丁烯浓缩几部分组成。甲基叔丁基醚装置采用萃余液C4和甲醇为原料，第二个生产方案的原设计每年处理萃余液432500吨，生产甲基叔丁基醚19864吨、粗丁烯9616吨和副产品410224吨。齐鲁石化公司设计院为MTBE装置提供基础设计，大庆石化公司设计院完成初步设计和施工图设计。1988年5月投入运营，投资37495162元，建筑面积15600平方米。2001年10月，为了扩大生产能力，工厂进行了改造。C4残液的年处理能力提高到52000吨，生产29963吨甲基叔丁基醚和29384吨粗丁烯。同时，该装置由原来的DDZ仪表控制改为集散控制系统控制。2001年10月，配合塑料厂丁烯精制项目的改造，甲基叔丁基醚装置增加了两个新的装置F103和H218。丁二烯抽提装置的混合C4原料进入原料罐R301/1.2，储运公司的CH3OH原料进入甲醇原料罐R101。B101和B102分别增压后，混合物料经混合器混合均匀后进入反离子过滤器L101，去除物料中的金属阳离子等有害杂质。过滤后的物料首先进入H101/1.2，与初始蒸馏塔底部的甲基叔丁基醚进行热交换。温度升至45左右，进入逆向进料预热器H102。10、用0.3兆帕蒸汽或SC0将物料预热至55，然后进入第一反应器F101，在C4将异丁烯和甲醇混合，在大孔径强酸性阳离子交换树脂的作用下醚化生成甲基叔丁基醚。来自第一反应器底部的反应物料进入主蒸馏塔进料换热器H104/1.2与主蒸馏塔釜液换热，然后进入主蒸馏塔T101。初馏塔底部含甲基叔丁基醚的釜液经H104/1.2和H101/1.2冷却至40左右，进入甲基叔丁基醚中间罐R205，再由泵B209送至成品罐区。11.初馏塔顶产品经H105冷凝，冷却至58，进入回流罐R105。罐内部分物料经B105升压后作为回流返回T101塔顶。冷凝液的另一部分与甲醇混合，通过冷却器H107后进入二级反离子过滤器L102。过滤掉金属阳离子等有害杂质后，进入二级计数器F102。来自第二反应器底部的物料进入第三反应器F103，来自第三反应器底部的物料进入C4脱除塔T201，或经H218冷却后进入甲醇萃取塔T202。来自C4去除塔T201底部的甲基叔丁基醚和来自初级蒸馏塔底部的甲基叔丁基醚在H101/1.2中混合，然后进入中间罐R205。12岁。脱C4塔顶部的气相被冷凝器H201冷凝，冷却至50，进入回流罐。在被B201推进后，罐中的一些物质塔顶气相经H206冷凝，冷却至40，进入回流罐R202。不可冷凝部分从罐的顶部放入大气中。经B203升压后，罐内部分物料返回T203顶部回流，部分物料返回原料罐R101循环使用。R207、14和14中的C4由B204泵送至H208或T201(前一个水洗过程进入T201，后一个水洗过程进入H208)。预热后，进入T204脱异丁烷塔。塔顶气相冷凝至45，然后进入R203罐。一部分气相(主要是C3和异丁烷)排入火炬。所有冷凝液由B206作为回流送回T204塔顶(当原料中异丁烷含量高时，需要萃取液相)。除去C3和部分异丁烷的C4落入塔底，并通过B205输送至粗丁烯-1塔T205。15、粗丁烯-1塔T205塔顶气相经H212冷凝至65，然后进入回流罐R204。物料经B208升压后，一部分返回T205塔顶回流，另一部分经冷却器H215冷却至40后进入R302。底部物料经冷却器H214冷却后，直接或通过B207泵输送至第一原料罐区。16，3，工艺流程，17、MTBE工厂材料流程图。18、4、关键控制点和控制方法。19、MTBE装置工艺包括反应、精馏和萃取，采用常规设备，无大型机组和无联锁，操作条件相对温和，无高温高压部分，整体控制相对简单，相对而言，装置的关键控制点在反应部分，特别是第一级反应器，反应器调节的重点和难点是温度调节，其次是萃取部分的调节。反应原料的醇烯烃比是一个重要参数，直接影响甲基叔丁基醚产品质量和T101能耗。如果醇烯烃比过高，甲基叔丁基醚中的甲醇含量增加，T101的能耗增加。原料的醇烯烃比一般控制在0.98-1.02之间，现在我们的实际操作采用大的醇烯烃比操作，一般控制在1以上。醇-烯烃比是否合适的确定主要基于A3的分析结果、反式醇-烯烃比的调整，22，但一个重要的判断依据是T101的运行状况。一般来说，当醇烯比太小时，产品中聚合物和叔丁醇的含量增加，T101釜温升高。当醇烯烃比过高时，T101的中间温度先升高，然后最高温度升高。为了控制顶部温度在顶部温度下降时略微下降，中间温度基本上不下降，而其他的私人温度迅速下降。醇烯比的计算基础是质量守恒定律和化学方程式。甲基叔丁基醚合成反应方程式如下：方程式显示甲醇、异丁烯和甲基叔丁基醚的当量比为111，即质量比为4711。对于一定量的进料和一定组成的BBR进料，所需的甲醇量为，24岁。计算结果乘以醇与烯烃的比率就是所需的甲醇量。目前，用于计算的0.583是当醇-烯烃比率为1.02时的情况。当A3分析需要调整时，该值来自以下计算方法，25。第一反应器的反应温度的调节相对困难。反应段可以集中在很短的一段中，也可以通过调节工作条件在催化剂床的一段中进行。因此，反应温度的控制从两个方面开始，即调节取热强度和取热面积。对反应温度影响较大的参数包括进料温度、反应压力、脱盐水流量和脱盐水温度。一个是反向温度的调节，另一个是进料温度的调节。进料温度有两个影响，一个是进入反应器的热量，另一个是初始反应速度。提高进料温度将增加进入反应器的热量，增加反应器的热负荷，降低进料温度将减少反应器的热负荷高反应压力设置影响热点热量提取。一般来说，反应压力应在0.75 0.8兆帕之间。催化剂使用初期控制较低的反应压力有利于热量的提取。在催化剂使用的后期，反应压力被控制得较高，从而将最高温度保持在较高的水平。调节脱盐水的温度反应温度对脱盐水的温度非常敏感。水温的微小变化会影响反应温度。水温低会造成循环水资源的浪费，在技术上也难以实现。水温过低很容易迅速降低床层顶部的温度，并降低顶部的反应体积。中间形成了一个高温区。由水温控制的过高的床温将增加副反应的数量并缩短催化剂的寿命。正常情况下，水温应控制在5055。调节脱盐水量的反应温度对脱盐水量不敏感，但脱盐水量的调节具有长期效果。当水温恒定时，可以通过调节水量和水量分布来提高或降低床层某一部分的温度。在催化剂应用的初始阶段，顶部进水是主要部分，中间进水是辅助部分。主进水口在中后期逐渐下移。由于进料口前层的挡板通道位于进水口一侧，水量的调节有利于降低该侧(南侧)的床温。在建设之初，反应堆的调整和检修是一个重要的方面。此时，反应器中充满了大量的甲醇，整个床的温度相对较低。正常时期的操作不同。首先，以低醇烯烃比控制进料醇烯烃比，提高进料温度(55 60)，控制反应压力脱盐水温度稍高(0.85MPa)，提高脱盐水温度(55)，减少脱盐水量(TV102开度小于10%)。采用该操作参数的目的是在甲醇和催化剂之间形成氢键，并且甲醇的解吸相对困难。由于甲醇在催化活性中心的笼壁上反应困难，所有上述调整都是为了提高反应温度。反应温度的升高加速了甲醇的解吸，也提高了催化剂的催化活性，因此在初始进料阶段可以获得令人满意的转化率。反应压力的选择和反应温度之间的关系不是很明显，但是降低操作压力仍然有利于反应热的去除，因此压力一般不控制得太高，压力也不能控制得太低。在压力控制下反应器中的气相含量增加，这将容易导致T202进料速率的不稳定，进一步影响T202操作的稳定性，引起界面的剧烈变化，并可能导致萃取液中夹带C4。二级反应器的调整。33和第二级反应器通常不具有超高温现象，这是由异丁烯含量决定的。然而，当前一过程中的进料温度过高时，保护床中的反应将发生过热，从而导致反应器的上部温度过高。当二级反应器温度过高时，有三种调节方法。一种是将所有进料通过H107，以降低保护床的进料温度。第二是增加从第二反应器反馈的甲醇量，以控制保护床中的反应。三是现场调节盘管水量，但只对调节中下部温度有效。第二级反应器的调整重点之一是保证一定量(30千克/小时)的新鲜甲醇进料，第二级反应器容易发生异构化反应，即正丁烯转化为顺反丁烯，醇烯比越小，反应温度越高，异构化反应越剧烈。当异构化反应发生时，可以通过补充大量的新鲜甲醇来终止异构化反应，但是在该过程中，甲醇的量越多，异构化反应越慢甲醇萃取系统的调整。36，萃取水量是萃取塔要控制的最重要的参数之一，它涉及到是否可以除去甲醇含量以满足粗丁烯的生产要求，并且保证萃取水的质量比保证数量更重要。在保证萃取水质量的前提下，只要水是连续相，就可以满足甲醇脱除的要求。当前材料与水的体积比控制在大约71，实际上可以进一步扩大到101。甲醇回收塔有两种常见的波动，一种是溢流，另一种是干板。溢流的原因通常是由于回流过多。正确的操作方法是保证蒸汽量和减少回流。如果回流罐中的剩余空间大，可以大大减少。首先，将甲醇蒸馏至塔顶，然后通过逐渐增加回流至正常来调节和稳定塔。在调节过程中，槽内甲醇也能快速合格。塔内的干板主要是由于过多的轻组分，即C4，进入塔内。C4进入正常操作塔后，C4迅速蒸发并以非常高的速度上升，将塔板上的液体带入上部塔板。正确的调整是首先调整萃取塔，以防止C4进入甲醇回收塔。甲醇回收塔保持常温，并迅速排出塔内的C4。在调节过程中，要注意C4的出料速度，以避免塔内气体速度过大而导致塔板倾覆，同时也要保证塔底温度，保证萃取水和待处理组分的质量。39，甲基叔丁基醚装置生产粗丁烯，即丁烯-1含量约为50%的C4混合物。粗丁烯的质量在整个装置生产过程中受到影响。调整粗丁烯系统，40、41、42、5，存在的问题及解决办法，43、甲醇回收系统腐蚀严重；催化剂更换周期短。废气排放量很大。工厂存在的主要问题，44、解决装置中存在的问题，甲醇回收系统的严重腐蚀主要是酸腐蚀，酸来自催化剂携带的剩余计算量和甲醇携带的甲酸，在C4乙醚进入萃取塔前安装阴离子交换床或碱洗罐可以有效缓解腐蚀，另外，可以采用定期换水的方法来解决问题，这也是目前我们所采用的方法。催化剂更换周期短是装置改造遗留下来的问题。在改造过程中，反应器没有变化，催化剂负载也没有增加。目前的解决方案是增加保护床催化剂的更换频率，并将保护床催化剂的更换频率增加到每年3次。采用D005型高活性催化剂。根据设计，该装置不产生尾气。由于原料中C3组分的含量远远高于设计值，该装置不得不排放尾气。尾气已经返回到裂解气压缩机第二级的入口，并且也已经结合到燃料气体中。最终，所有的尾气都被终止了，因为它无法运行。目前，尾气只能排入火炬，没有很好的利用方法。48，MTBE装置采用一级管式固定床和二级管式固定床工艺，这是目前最落后的工艺，工艺流程长，能耗高，特别是丁烯-1生产，需要粗提和精提两个过程，大大增加了丁烯-1的生产成本。MTBE单元过程状态、49、目前比较先进