第一章工藝技術規程

1.1工藝概況

1.1.1裝置簡介

MTP裝置由甲醇脫水單元、吸收穩定單元、氣體分儲單元、MTBE單元、干氣回

收單元、甲醇回收單元和烷基化單元組成。由山東潤昌工程有限公司設計，設計處理

能力為30萬噸/年混合原料，其目的是在催化劑的作用下將含甲醇的混合原料轉化為

附加值較高的基礎化工產品丙烯，同時副產汽油、液化氣等產品。

1.1.2裝置組成

1.1.2.1裝置設計范圍及組成

混合原料制烯嫌聯合裝置由甲醇脫水單元、吸收穩定單元、氣體分儲單元、MTBE單

元、干氣回收單元、甲醇回收單元和烷基化單元組成。公用工程、中心控制室、變電

所等利用加裂裝置現有部分考慮統一配置，不新增。

混合原料制烯煌聯合裝置總體設計由山東潤昌工程有限公司完成。

1.1.2.2裝置規模及開工時數

混合原料制烯煌公稱規模30萬噸/年混合原料

氣體分播公稱規模15萬噸/年液化氣

MTBE公稱規模2萬噸/年MTBE

液化氣芳構化公稱規模10萬噸/年液化氣

年開工時數8000小時/年

1.1.2.3公用設施

裝置內需用的水、電、汽、風等公用工程由公司統一配置。燃料氣系統由本裝置自己

提供。

1.1.3裝置工藝原理

1.1.3.1甲醇脫水單元

在一定條件（溫度、壓強和催化劑）下，甲醇蒸汽裂解轉化為以乙烯、丙烯為

主的低碳烯燒；且少量低碳烯煌由于環化、脫氫、氫轉移、縮合、烷基化等反應進

一步生成分子量不同的飽和燒、芳煌、C6+烯煌及焦炭。

反應方程式

1）主反應（生成烯煌）

nCH3OH-CnH2n+nH2O+Q

2CH3OH-*CH3OCH3+H2O+Q

nCH3OCH3-2CnH2n+nH2O+Q

n=2和3（主要），4、5和6（次要）

以上各種烯煌產物均為氣態。

2）副反應（生成烷煌、芳煤、碳氧化物并結焦）

（n+1）CH3OH-CnH2n+2+C+（n+1）H2O+Q

（2n+l）CH3OH-2CnH2n+2+CO+2nH2O+Q

（3n+l）CH3OH-3CnH2n+2+CO2+（3n-l）H2O+Q

n=1,2,3,4,5..........

nCH3OCH3-CnH2n-6+3H2+nH2O+Q

n=6,7,8.........

以上產物有氣態（CO、H2、H2O、CO2、CH4等烷嫌、芳煌等）和固態（大

分子量燃和焦炭）之分。

1.1.3.2吸收穩定單元

吸收一解吸的基本原理

吸收是一種分離氣體混合物的過程。它是根據氣體混合物中各組分在液體中溶

解度的不同來進行分離的，被液體溶解的組分稱為溶質或吸收質，溶解氣體的液體叫

溶劑或吸收劑，吸收了溶質的吸收劑稱為溶液或吸收液。

在本系統中富氣的分離屬于多組分物理吸收,所用吸收劑是穩定汽油和粗汽油。

富氣中較重組分在較低溫度下的吸收塔中被汽油溶解的過程稱之為吸收過程，而反過

來溶解后的組分在較高溫度下的解吸塔中又從液體中分離出來的過程叫做解吸過程。

吸收和解吸是一對相反的過程，當溶劑吸收溶質時，隨著吸收量的增加，溶質在溶劑中

的濃度增高，一直達到一個飽和濃度，這時氣液相平衡，這個飽和濃度就是溶質在此溶

劑中的溶解度。此時,溶質在氣相中分壓等于它在液相中的飽和壓力。反過來，溶質在

氣相中的分壓小于它在溶液中的飽和壓力時，吸收過程不能進行，而且溶質將從溶液中

出來進入氣相，這就是解吸過程。

吸收、解吸過程與氣體和液體的性質，以及溫度、壓力有關。

穩定的基本原理

穩定過程為分鐳過程。分儲的基本原理，即利用混合液中各組分的相對揮發度的不同來

進行分離。在塔中，汽相從塔底向塔頂上升,液相則從塔頂向塔底下降。在每層板上，

汽液兩相相互接觸時，汽相產生部分冷凝,而液相產生部分汽化，液相的部分汽化，使液

相中的易揮發組分向汽相擴散而導致汽相中的易揮發組分的含量增多；汽相的部分冷

凝，使汽相中的難揮發組分向液相擴散而導致液相中的難揮發組分的含量增多，進而使

同一層板上互相接觸的汽液兩相趨向平衡。當操作穩定時，穩定塔頂產出C3、C4微

分，穩定塔底產出蒸汽壓合格的汽油。

1.1.3.3氣體分儲單元

裝置設計采用了常規的脫丙烷塔、脫乙烷塔和丙烯塔三塔流程，塔頂用循環水進行冷

卻，塔底重沸器用LOMPa的蒸汽、高溫熱水作為熱源提供熱量。

脫丙烷塔T-1301和丙烯塔T-1303/B塔頂壓力采用熱旁路壓力控制方案，該方

案的特點是將塔頂冷凝器安裝在回流罐的下邊，當塔頂壓力發生變化時，通過調節

不經冷凝器的熱旁路來調節塔頂與回流罐之間的壓差，壓差的變化使冷凝器與回流

罐的液面差隨之改變，從而改變了冷凝器的冷凝冷卻面積，使塔頂蒸汽冷凝量發生

變化，塔頂壓力隨之變化，這樣便達到了穩定塔壓的目的。

分儲是利用混合物中各組分的揮發度（或沸點）的不同而將其分離出來的一種

方法。

氣體分儲的主要設備有精微塔、冷凝器和重沸器，精儲塔內設有塔板，進料板

以上為精微段，進料板以下為提儲段。

精微過程的實質是不平衡的汽、液兩相經過熱交換、汽相多次部分冷凝與液相

多次部分汽化相結合的過程。即汽、液兩相在分儲塔板上傳質、傳熱的過程。物料

進入分儲塔以后，汽相借壓差穿過塔板上的小孔與板上液和“接觸”，由于汽液兩相

存在溫度差和濃度差，因此兩相接觸之后，進行熱、質交換，汽相離開液層后升入

上一層塔板，將熱量傳給液相，液相則自上而下逐板下降，兩相在每層塔板上多次

傳熱、傳質后，上升的汽相溫度不斷下降，其中相對揮發度較低的重組分不斷被冷

凝下來進入回流液中，上升的汽相中輕組分濃度逐漸增加，下降的液相得到熱量后

溫度不斷提高，其中的輕組分汽化為汽相，因此下降的液相中輕組分濃度不斷下降,

這樣，通過塔板的精儲作用，達到汽、液相組分分離的目的。汽相從塔頂出來后經

塔頂冷凝器冷凝冷卻后，一部分送回塔內作為內回流，一部分作為塔頂產品。塔底

的一部分物料循環，由重沸器提供熱源，將塔底物料加熱，使塔底物料中輕組分蒸

發，作為塔內上升的汽相，部分以液相形式從塔底抽出，作為塔底產品。

(■-)壓力

精微塔的操作是在一定壓力下進行的，塔的壓力主要取決于塔頂產品組成和產

品冷凝后的溫度以及操作總費用等。一般精微塔的操作首先要保持壓力的穩定。塔

壓波動對塔的操作將帶來影響：

1.影響產品質量和物料平衡。根據相平衡原理，改變操作壓力，將使每塊塔板

上汽液平衡的組成發生改變。壓力升高，則氣相中重組分減少，相應地提高了氣相

中輕組分濃度；液相中輕組分含量較多增加，同時也改變了汽液相重量比，使液相

量增加，氣相量減少。總的結果是：塔頂鐳分中輕組分濃度增加了，但數量卻相對

減少；塔底液相中的輕組分濃度增加，塔底液體量也增加。同理，壓力降低，塔頂

微分中輕組分濃度降低了，但數量卻增加了；塔底液相中輕組分濃度減少，數量也

減少。

2.改變組分間的相對揮發度。壓力增加，組分間的相對揮發度降低，分離效率

下降，反之亦然。像丙烯、丙烷間相對揮發度受影響很大。

由此可見，塔的壓力不穩，塔的其它工藝參數，如溫度、流量和液面也隨之波動。

這樣塔正常的物料平衡和熱量平衡將被破壞，正常操作也會被打亂，產品質量和收

率都無法保證。因此，氣體精微塔在生產中，進行其它工藝參數調節時，都應使塔

的壓力保持穩定，只有塔內的壓力穩定了，其它工藝參數才能穩定。

在精鐳操作中，進料量、進料組成、進料狀態以及塔底加熱蒸汽量、回流量、回流

溫度等的變化，都可能引起塔壓的波動。

（二）溫度

按相平衡原理，塔頂與塔底溫度的改變將引起操作壓力和塔頂、塔底產品組成

的變化，從而影響物料平衡及汽液平衡。

在精微操作中，一般是通過穩定塔壓，調節溫度直接或間接控制產品質量情況。

（三）回流比

回流比就是塔頂回流液體量與采出量的重量比。若塔頂上升蒸汽經冷凝后，全

部回流至塔內，稱為全回流。當回流量減少到某一程度，可能會導致沒有足夠的液

體返回塔內使上升的蒸汽逐級得到蒸濃，也就是精微喪失了分離能力，此時的回流

比為最小回流比。

回流的作用是提供精微所必須的液相介質，提高分離精度，它是精鐳連續穩定

操作的必要條件之一。回流比的大小主要取決于各組分間分離的難易程度和要求的

分離精確度、產品質量要求等。

在精鐳操作中，當回流比增加時，分離精度提高，所需理論塔板數減少，但塔

頂循環水耗量、塔底蒸汽耗量及回流泵所耗電量等費用將增加，塔的處理能力降低,

能耗上升。回流比過大，甚至導致液泛現象；當減小回流比時，分離精度降低，操

作費用將減少，但所需理論塔板數增加。

實際操作中，回流比介于全回流和最小回流比之間。最佳的回流比是通過經濟

核算來決定，即在達到分離要求的前提下的最小回流比為宜。常規流程的操作回流

比一?般為最小回流比的1.1?2倍。

實際精微設計中，最佳回流比根據經驗來選取。本裝置T2001操作回流比為2,

T2003B操作回流比為14?15。

1.1.3.4MTBE單元

健化反應原理

混合C4中異丁烯與甲醇在強酸性苯乙烯系大孔陽離子交換樹脂催化劑作用下發

生合成反應生成MTBE。

副反應：1）異丁烯水合生產叔丁醇（TBA）

2）異丁烯二聚生產二異丁烯（DIB）

3）甲醇脫水生成二甲雁和水

醇稀比：甲醇與異丁烯的摩爾比，一般控制為1.0W.05為宜。醇烯比過大：可

使異丁烯轉化率增加，但多余的甲醇不僅增加了反應精微塔的分離難度而且增加了

甲醇回收塔的負荷。醇烯比過小：發生異丁烯聚合反應，放出大量熱量，造成反應

器超溫，燒壞催化劑

反應溫度：反應溫度的高低不僅影響異丁烯的轉化率，而且也影響MTBE的選擇

性、催化劑的使用壽命和反應速度。生產溫度：一般50?70℃為宜，溫度超過80°C,

副反應增加，催化劑壽命縮短，溫度超過120C,催化劑失活。

催化蒸儲原理：反應與精儲在同一個塔內進行，反應放出的熱量用于精儲物料

汽化，保證反應在恒溫下進行。

產品分離原理：利用C4和甲醇形成最低共沸物的性質，采用共沸精鐳的方法，

將MTBE與甲醇、C4進行分離。

甲醇回收原理：利用C4和甲醇在水中溶解度的不同，用水做萃取劑，將甲醇和

C4分離，在用精鐳的方法分離甲醇與水。

1.1.3.5芳構化單元

1、輕燃芳構化反應機理

C4液化氣、干氣等原料經加熱轉化為氣相，在特種分子篩催化劑的作用下進行

芳構化反應，反應較為復雜，一般包括裂化、齊聚、環化和脫氫四個主要步驟。

1）裂化：輕炫分子在一定溫度、壓力和催化劑的作用下，首先裂化為低分子烯

燒、烷燒，這個反應是強吸熱反應。

2）齊聚：小分子烯燒、烷煌通過正碳離子反應機理，形成中間聚合體，該反應

是個放熱反應。

3）環化：烯垃或其中間聚合體環化形成六元環，是個放熱反應。

4）脫氫：六元環脫氫生成芳燒，是個吸熱反應。

煌分子首先裂化成低分子“碎片”，這些“碎片”在正碳離子的作用下“連接”

成環，通過脫氫或氫轉移生成芳燒。烷燒原料的芳構化是高度吸熱的反應，而烯燒

原料的芳構化過程，依據非芳構化物的組成，是放熱反應。

2、干氣芳構化機理

干氣芳構化反應的機理是乙烯通過吸附于催化劑酸性位上生成的中間物碳正離

子進行進一步反應的鏈式機理。即首先乙烯在催化劑的B酸位上吸附生成乙基碳正

離子，所生成的乙基碳正離子通過與另外一個乙烯分子進行縮合，生成丁基碳正離

子，新生成的碳正離子可以進一步發生其它反應如烷基化、環化、氫轉移、脫氫生

成芳煌，在反應過程中還有異構重排等反應發生。

乙烯在分子篩上的反應主要有齊聚、環化和脫氫反應。

1）齊聚：小分子烯燒、烷煌通過碳正離子反應機理，形成中間聚合體，該反應

是個放熱反應。

2）環化：烯始或其中間聚合體環化形成六元環，是個放熱反應。

3）脫氫：六元環脫氫生成芳燒，是個吸熱反應。低分子烯燒在碳正離子的作用

下“連接”成環，通過脫氫或氫轉移生成芳燒，綜合來看，乙烯原料的芳構

化反應是高度放熱的過程。

3、影響因素

影響芳構化反應主要因素有：溫度、空速、壓力、循環液化氣等。

1）反應溫度

對于芳構化反應不同的原料，所需的最低溫度相差很大，烯始為放熱反應。

從催化劑的角度看，催化劑上存在很多活性中心，有的活性中心在260c就開始

反應，有的則在325c以后才開始反應，為了最大的發揮催化劑的使用效率，應

該循序漸進的提高反應溫度，使催化劑上各個反應中心都充分反應，如果一開始

反應溫度都提的很高，那么所有的活性中心都發生反應，溫度升高，烯燃是放熱

反應，烯燒的芳構化反應就會受到抑制，另一方面過高的反應溫度促使熱裂化等

副反應加劇，導致干氣和焦炭產率增加。因此對于本技術而言芳構化反應溫度應

當循序漸進為宜。

2）進料空速

進料空速的大小，對裝置的處理量及芳構化反應的轉化率都有不同的影響。

進料空速大，裝置處理量大，因此裝置的相對投資費用和操作費用就越低，但是

進料空速越大，反應物料在催化劑床層內停留時間就越短，化學反應就不能充分

進行，相同原料轉化率時催化劑的操作周期短、產物分布不理想。因而對于不同

性質的反應物料，應綜合產品分布、投資及操作費用、催化劑操作周期等諸多因

素考慮，選擇適宜的進料空速。

3）反應壓力

脫氫環化反應或脫氫環化二聚反應都不能在壓力下運行，因為它們對氫分壓

是十分敏感的。而催化劑上的芳構化反應，則在較高的壓力下操作并無有害影響，

不過一般都在常壓下或低壓下進行。

4）循環液化氣

烷燒原料的芳構化反應是吸熱反應，而烯燃原料的芳構化反應是放熱反應。

因此應合理搭配高清潔液化氣，可以使反應床層溫度更加穩定。

1.1.4工藝流程說明

1.1.4.1甲醇裂解單元

1、反應部分

從界區外來的甲醇原料進入甲醇原料緩沖罐D4101,由甲醇進料泵P4101/AB加

壓，經原料換熱器E4101/AB與E4102/ABCD換熱至135℃后分三路，第一路與芳構

化

單元來的丁烷以及低壓蒸汽混合，經加熱爐加熱至420c左右于頂部進入甲醇反應器

R4101/ABC（兩開一備）；第二路路分六組分別進入甲醇反應器各個進料點；第三

路

由事故返回線經冷凝冷卻器L4101/AB冷卻至常溫后進入甲醇原料罐（正常不用）。

反應器內進料混合物在催化劑的作用下進行環化、脫氫、氫轉移、縮合、烷基化等

反應，反應產物從反應器R101/ABC底部出來，先經過換熱器E4103/AB給熱水換

執，

降溫至138C后進入反應產物一級分離器D4102進行氣液分離，脫出大部分的水分,

油氣混合物繼續經冷卻器L4102/AB冷卻至40℃,進入反應產物二級分離器D4103

進

行進一步的氣液分離，富氣送往壓縮機C2301,粗汽油送往吸收穩定單元。

D4102產生的熱水和D4103產生的冷凝水經反應熱水泵P4102/AB和冷凝水泵

P4103/AB分別送往裝置外。

2、再生部分

反應進行一段時間后，隨著反應器（R4101/ABC）中催化劑表面結焦量的增加，

催化劑表面活性降低，當檢測到產品收率、質量不能滿足要求時;需將反應器

（R4101/AB）切換出反應系統進行催化劑燒焦再生處理。催化劑再生采用氮氣和空

氣作為再生氣體，并控制再生氣體中的氧含量，以防止反應器催化劑床層再生燒焦

超溫破壞催化劑。燒焦前，首先啟動再生循環氣壓縮機（C4102/AB）,將氮氣引至

壓縮機（C4102/AB）入口處，并經壓縮機（C4102/AB）升壓至0.75MPa、換熱器

（E4112/AB）換熱、加熱爐（F4101/ABC）加熱后，進入反應器（R4101/ABC）給

催化劑床層進行循環熱氮吹掃，循環加熱。熱氮出反應器（R4101/ABC）后進入再

生循環氣冷卻器（L4109）,冷卻后進入氮氣分液罐（D4109）和氮氣干燥罐吸附分

離出循環氣中帶出的油滴，然后將循環氮引至壓縮機（C4102/AB）入口增壓循環，

以逐步將反應器中的油氣帶出。當反應器中殘留的油氣滿足安全要求，且反應器進口

循環再生氣的溫度達到燒焦需要的溫度時，開始從壓縮機（C4102/AB）入口引入空

氣，要求控制循環再生氣中氧體積含量，以控制反應器再生時的溫升不高于50℃。根

據反應器燒焦情況（關注溫升），逐步緩慢的提高循環氣中氧含量和反應器入口溫度，

當反應器入口溫度達到480c（分三個階段再生），且循環再生氣中氧含量達到入口

循環氣中的氧濃度時，觀察反應器中溫升情況。當反應器中不再有溫升時，燒焦結

束。燒焦氣經冷卻器（L4109）出口管線直接大氣高空排放，并用氮氣對系統進行徹

底的吹掃轉換。當系統中的氧含量合格后，方可進行下一周期的正常生產。

1.1.4.2吸收穩定單元

從甲醇裂解單元油氣分離器來的富氣進入氣壓機進行壓縮。氣壓機出口富氣與

解吸塔頂氣及吸收塔底油混合，經壓縮富氣冷凝冷卻器（E2301）冷卻至40℃,進入氣

壓機出口油氣分離器（V2302）進行氣液分離。分離后的氣體進入吸收塔用粗汽油及穩

定汽油作吸收劑進行吸收，吸收過程放出的熱量由兩個中段回流取走。

凝縮油由解吸塔進料泵(P2301A,B)從氣壓機出口油氣分離器(V2302)抽出,進解

吸塔(T2302)頂部。解吸過程由塔底重沸器提供熱源，以解吸出凝縮油中的C2組分。

解吸塔重沸器(E2309)采用l.OMpa蒸汽作熱源。脫乙烷汽油由塔底經穩定塔進料泵

(P2305A,B)抽出，經穩定塔進料換熱器(E2304、E2305)與穩定汽油換熱后送至穩定

塔(T2304)第十八、二十二、二十六層進行多組分分鐳，穩定塔底重沸器(E2310)由

l.OMpa蒸汽提供熱源。液化石油氣從塔頂儲出，經穩定塔頂冷凝冷卻器(E2308A-D)

冷至40℃后進入穩定塔頂回流罐(V2303)。液化石油氣經穩定塔頂回流油泵

(P2306ABC)抽出后，一部分作穩定塔回流，其余作為液化石油氣產品送至氣體分

儲單元作原料。穩定汽油從穩定塔底流出，經穩定塔進料換熱器(E2304)與脫乙烷汽

油換熱后，再經穩定汽油冷凝冷卻器(E2307)冷卻至40C,一部分由穩定汽油泵

(P2307)送至吸收塔(T2301)作補允吸收劑；另一部分分兩路，一路送往汽油罐

(V2302),一路作為產品送出裝置。

1.1.4.3氣體分鐳單元

從吸收穩定及裝置外來的液化氣進入原料緩沖罐(V-2001),經脫丙烷塔進料泵

(P-2001/A.B)送至原料預熱器(E-2001),由250℃的蒸汽凝結水加熱至72℃后，進

入脫丙烷塔(T-2001)第38層塔板。碳二、碳三儲分從頂部經脫丙烷塔頂冷凝器

(E-2002/A,B)冷凝冷卻后，進入脫丙烷塔回流罐(V-2002)。冷凝液一部分用脫丙

烷塔回流泵(P-2002/A.B)抽出作為脫丙烷塔(T-2001)回流，另一部分用脫乙烷

塔進料泵(P-2003/A.B)送至脫乙烷塔(T-2002)第27層塔板。塔底物料碳四、碳

五微分由碳四碳五冷卻器(E-2010)冷卻至40℃后自壓送出裝置。

脫乙烷塔進料進入脫乙烷塔(T-2002)第27層塔板。塔頂碳二、碳三氣體經脫乙烷

塔頂冷凝器(E-2005/A,B)部分冷凝后，進入脫乙烷塔回流罐(V-2003)。不凝氣

自脫乙烷塔回流罐頂經壓控閥送至燃料氣管網，冷凝液經脫乙烷塔回流泵

(P-2004/A.B)送回脫乙烷塔頂全部作為回流。脫乙烷塔底物料自壓至粗丙烯塔

(T-2003),作為該塔進料。

丙烯塔進料進入粗丙烯塔(T-2003/A)第70層塔板。塔頂粗丙烯氣體直接去精

丙烯塔(T-1303/B)底，塔底設兩臺并聯重沸器仔2006/A.B),熱源為l.OMPa蒸汽。

塔底丙烷經丙烷冷卻器（E-2008）冷卻至40c后自壓出裝置。

精丙烯塔進料為粗丙烯塔來的氣相粗丙烯，塔頂精丙烯經塔頂冷凝器

（E-2007/A-D）部分冷凝后，進入精丙烯塔回流罐（V-2004）。冷凝液用精丙烯塔

回

流泵（P-2006/A.B）抽出，?部分送回精丙烯塔頂部作為回流；另一部分經精丙烯

冷卻器（E-2009）冷卻至40℃后經精丙烯脫硫罐（V-2005）脫硫后送出裝置。精丙

烯塔（T-1303/B）底液體用丙烯塔中間泵（P-2005/A.B）抽出，送至粗丙烯塔頂部

作為回流。

1.1.4.4MTBE單元

來自氣分單元的碳四進入本單元的碳四原料罐（V-101）,然后經碳四進料泵

（P-102A.B）加壓后與甲醇原料混合。

來自罐區的甲醇經進入本單元的甲醇原料罐（V-102）,然后經甲醇進料泵

（P-101A.B）加壓，按一定比例與來自泵（P-102A、B）的碳四混合（甲醇與碳四

中的異丁烯摩爾比為1.05）。混合后經原料預熱器（E-109）預熱到35c?50c后物

料去反應器（R-101A.B）進行反應，預熱器在開車過程中用蒸汽加熱，正常開車時

由蒸汽凝液加熱。每個反應器有兩段催化劑，催化劑中間設有高效換熱器，通過調

節換熱器循環水的流量控制每個反應器下段物料出口的溫度35℃?50c之間，通過

換熱器取出反應熱，促進物料在反應器上段生成MTBE,物料經過反應器后異丁烯的

轉化率可以達到90?92%,物料由反應器出來后直接進入塔（T-101）的中下部第6

塊塔盤上部進料反應器操作壓力為0.7?1.0脫（g）,催化劑床層最高操作溫度不

得大于85C。進入反應精儲塔的物料輕組分（C4）向上走進入反應精儲段，反應精

儲段上部注入甲醇（約150kg/h）,未反應的異丁烯在反應精鐳段在催困包填料作用

下繼續和新注入的甲醇反應生成MTBE。物料在塔內進行反應精鐳后，塔底得到98%

的MTBE產品。產品從塔底排出，經產品換熱器（E-103）與甲醇回收塔（T-103）進

料換熱，再經MTBE產品冷卻器（E-104）冷卻至常溫送出裝置。

塔頂碳四儲份儲出，由反應塔冷凝器（E-101）冷凝后流入到反應塔回流罐（V-105）,

冷凝液由反應塔回流泵（P-104A、B）將一部分打回流，一部分去碳四殘液水洗塔

(T-102)o

反應塔頂控制溫度62C,壓力：0.7MPa（G）

反應塔底控制溫度138.5C

從雄化反應、精鐳單元來的含甲醇1.91%左右的雁后碳四進入碳四殘液水洗塔

（T-102）的下部，與從塔上部來的洗滌水在塔內逆向混合，料水比為5?6,用水洗

去其中的甲醇，塔頂得到含甲醇小于50Ppm的酸后碳四，經碳四殘液集罐（V-106）

除去夾帶的水后，作為剩余碳四送往界區外的碳四貯罐，塔的操作溫度控制在40℃,

塔頂壓力控制在0.75MPa（G）

碳四殘液水洗塔（T-102）塔底含甲醇約&32%的富醇水經甲醇塔進出料換熱器

（E-107）升溫至75℃,再經產品換熱器（E-103）升溫到115℃后進入甲醇回收塔

（T-103）的中部，由甲醇塔再沸器（E-106）加熱，控制靈敏板溫度為116℃。其中

甲醇塔頂壓要求控制在0.02MPa（G）?

塔頂回收的甲醇經由甲醇塔冷卻器（E-105）冷卻后進入甲醇塔回流罐（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，控制塔頂溫度在

68c左右（回流比約控制在12）；一部分返回甲醇原料罐（V-102）循環使用。塔底

的水由水循環泵（P-106A、B）加壓，經甲醇塔進出料換熱器（E-107）和進料換熱

后現經水循環冷卻器（E-108）冷至40℃,進入碳四殘液水洗塔（T-102）上部。

1.1.4.5芳構化單元

1、反應部分：

從MTBE單元來的酸后碳四進入原料緩沖罐（D4101）,由原料泵（P4105）加壓，

經碳四-穩定汽油換熱器（E4105）、碳四-脫重塔頂油氣換熱器（E4106）換熱，進入原

料汽化罐（D4105）；從吸收穩定單元出來的干氣經干氣進料緩沖罐（D4108）和壓縮

機（K4101/AB）進入原料汽化罐（D4105）與混合碳四混合,經原料汽化器（E4111）

由穩定汽油加溫汽化后進入原料-過熱蒸汽換熱器（E4107）加溫至130℃,分三路進入

芳構化固定床反應器（R4102/AB）,一路由加熱爐（F4102/AB）加熱至400c由芳構化固

定床反應器R4102/AB頂部進入；另兩路作為冷進料直接進入芳構化固定床反應器

（R4102/AB）中部。

原料在一定條件下（溫度、壓力、催化劑的作用下）發生反應，反應油氣從反

應器（R4102/AB）底部出來經穩定塔底重沸器（E4108/AB）給穩定塔提供熱源后進

入脫重塔（T4101）。

2、反應產物分儲部分：

反應油氣進入脫重塔（T4101）進行分離，塔底液相為少量重芳構化油（煤油），

經脫重塔底冷卻器（L4104）冷卻至40C后作為產品送出裝置；脫重塔中段油換熱器

（E4109/AB）熱源由解析塔底油提供；脫重塔頂油氣經換熱器（E4106/AB）及冷卻

器（L4103/AB）冷卻至40c后進入氣液分離罐（D4106）。分離后的富氣進入吸收

塔

用脫重塔頂油和穩定汽油作為吸收劑進行C3以上組分的吸收，吸收過程中的熱量由

吸收塔兩個中段回流取走。吸收塔頂干氣進入燃料氣罐（D4113）作為燃料氣使用；

吸收塔底油經塔底泵（P4109/AB）提升至解析塔上部。解吸過程由塔底重沸器（E4110）

提供熱源，以解吸油氣中的C2組分；解吸塔底重沸器由LOMpa蒸汽提供熱源。解

吸

塔頂氣和脫重塔頂油氣合并后進入冷卻器（L4103/AB）冷卻至40c后進入油氣分離

罐（D4106）,解吸塔底脫乙烷油用泵（P4110/AB）提升至穩定塔中部進行分儲。

穩

定塔底重沸器（E4108/AB）分別由LOMpa蒸汽和反應油氣提供熱源，液化氣經穩

定

塔頂冷卻器（L4106/AB）冷卻至40℃后進入穩定塔頂回流罐（D4101）。在回流罐

底

部經穩定塔頂泵（P4111/AB）抽出，一路作為冷回流返回穩定塔上部，另一路作為

產品送出裝置；回流罐底部分液化氣經丁烷進料泵抽出后進入甲醇制丙烯反應器作

為進料。穩定塔底油給反應進料提供熱源后經冷卻器（L4108/AB）冷卻至40℃,再

經補充吸收劑泵（P4112/AB）提升，一路作為補充吸收劑送往吸收塔，另一路作為

產品送出裝置。

3、催化劑再生部分

反應進行一段時間后，隨著反應器（R4102/AB）中催化劑表面結焦量的增加，

催化劑表面活性降低，當檢測到產品質量不能滿足要求時，需將反應器（R4102/AB）

切換出反應系統進行催化劑燒焦再生處理。催化劑再生采用氮氣和空氣作為再生氣

體，并控制再生氣體中的氧含量，以防止反應器催化劑床層再生燒焦超溫破壞催化

劑。

燒焦前，首先啟動再生循環氣壓縮機（C4102/AB）,將氮氣引至壓縮機（C4102/AB）

入口處，并經壓縮機（C4102/AB）升壓至0.75MP。、換熱器（E4112/AB）換熱、

加熱

爐（F4102/AB）加熱后，進入反應器（R4102/AB）給催化劑床層進行循環熱氮吹掃,

循環加熱。熱氮出反應器（R4102/AB）后進入再生循環氣冷卻器（L4109）,冷卻

后

進入氮氣分液罐（D4109）和氮氣干燥罐吸附分離出循環氣中帶出的油滴，然后將循

環氮引至壓縮機（C4102/AB）入口增壓循環，以逐步將反應器中的油氣帶出。當反

應器中殘留的油氣滿足安全要求，且反應器進口循環再生氣的溫度達到燒焦需要的

溫度時，開始從壓縮機（C4102/AB）入口引入空氣，控制循環再生氣中氧體積含量，

以控制反應器再生時的溫升不高于50C。根據反應器燒焦情況（關注溫升），逐步

緩慢的提高循環氣中氧含量和反應器入口溫度，當反應器入口溫度達到520c（分四

個階段再生），且循環再生氣中氧含量達到反應器入口循環氣中的氧濃度時，觀察反

應器中溫升情況。當反應器中不再有溫升時，燒焦結束。燒焦氣經冷卻器（L4109）

出口管線直接大氣高空排放，并用氮氣對系統進行徹底的吹掃轉換。當系統中的氧

含量合格后，方可進行下一周期的正常生產。

1.2主要工藝指標

1.2.1原料指標

1.2.1.1甲醇原料指標

待設計提供

1.2.2輔料指標

1.2.2.1甲醇制烯煌催化劑

待設計和催化劑廠家提供

1.2.2.2MTBE催化劑（膨脹床反應+催化蒸儲）

D005-II型酸化樹脂催化劑

指標名稱技術規格檢驗方法

1）質量交換容量mmol/g卜干,H+）>5.2GB/T16579-2004

2）含水量：%48-56GB/T16579-2004

3）濕真密度g/ml1.15~1.25GB/T16579-2004

4）濕視密度g/ml0.75?0.85GB/T16579-2004

5）粒度mm0.355-1.25GB/T16579-2004

6）耐磨率%295GB/T16579-2004

催化蒸儲組件

指標名稱規格

1）不銹鋼網OCrl3

2）直徑mme160-350

3）高度mm485?515

1.2.2.3芳構化催化劑

待設計和催化劑廠家提供

1.2.3產品指標和主要操作條件

1.2.3.1公用工程指標

項目單位指標項目單位指標

低壓蒸汽壓力Mpa1.0±0.15循環水壓力Mpa<0.4

中壓過熱蒸汽壓力Mpa3.5±0.1非凈化風壓力Mpa40.4

新鮮水壓力Mpa<0.4凈化風壓力Mpa<0.4

氮氣壓力Mpa<0.4低壓蒸汽溫度℃245+5

1.2.4.主要操作條件

1.2.4.1甲醇裂解、吸收穩定單元

一、原料、產品質量指標

項目單位指標項目單位指標

甲醇濃度%>99.8甲醇含水%<0.1

汽油飽和蒸汽壓Kpa>65液化氣C5含量%<3

液化氣C2含量%<2干氣C3含量%<3

二、工藝控制指標

項目單位指標項目單位指標

D4101液位%40-60T2301頂溫度℃30?40

D4102液位%40-60T2301液位％40?60

D4103液位%40-60V2302液位％40?60

爐出口溫度TICR4112/ABC℃420-430T2302頂溫度℃40±5

反應器TICA4117/ABC℃475-480T2302底溫度℃65±5

反應器TICA4120/ABC℃475-480T2302底液位％40?60

反應器TICA4123/ABC℃475-480V2303液位％40?60

反應器TICA4126/ABC℃475-480T2303頂壓力Mpa0.80-0.90

反應器TICA4129/ABC℃475-480T2303液位%40-60

反應器TICA4132/ABC℃475-480T2304頂溫度℃60±3

F4101/AB爐膛溫度℃>800T2304頂壓力Mpa1.0-1.10

T2304底液位%40-60T2304底溫度℃165±5

1.2.4.2氣體分儲單元

一、原料指標

項目單位指標

原料液態燒總硫mg/m3W250

原料液態燃C2含量％<2

二、產品質量指標

項目單位指標

丙烯純度%<99.5

丙烯總硫ppm>10

丙烯含水ppm>100

T3底丙烯含量％(v)>5

三、工藝控制指標

項目單位指標

脫丙烷塔壓力MPa1.75~1.9

脫丙烷塔頂溫度℃50+2

脫乙烷塔壓力Mpa2.2?2.3

精丙烯塔壓力Mpa1.8~1.9

脫乙烷塔底溫度℃105±3

粗丙烯塔底溫度℃62+2

精丙烯塔頂溫度℃48+3

原料緩沖罐液位％40?60

丙烯回流罐液位%40-60

1.2.4.3MTBE單元

一、原料指標

項目單位指標

C4原料C5含量W%<1

甲醇原料濃度%>99.8

含水量%<0.1

二、產品質量指標

項目單位指標項目單位指標

MTBE%>95其他%<5

三、工藝控制指標

項目單位指標項目單位指標

T101頂溫℃58±3T101液位％40?60

T101低溫℃130±3T102界位％40?60

T103頂溫℃65+3T103液位％40?60

T103低溫℃103+3V-101液位%40?60

T101壓力Mpa0.60-0.80V-102液位％40?60

T102壓力Mpa0.60-0.80V-103液位%40-60

T103壓力Mpa0.02+0.01V-104液位%W90

V-106液位%40-60V-105液位％40?60

V-106差壓MpaW0.1V-107液位％40?60

1.2.4.4芳構化單元

一、原料指標

項目指標項目指標

原料碳四二烯燃含量<0.3%原料中甲醇、二甲醛含量<0.5%

氮類化合物<5ppm

一、產品質量指標

項目

單

位

指標項目

單

位

指標

汽油飽和蒸汽壓Kpa>65液化氣C5含量V%<3

液化氣C2含量%<2干氣C3含量%<3

二、工藝控制指標

項目

單

位

指標項目

單

位

指標

T4101頂溫度℃120~140D4105壓力Mpa1.40-1.50

T4101底液位%40-60D4106液位％40?60

T4101底溫度℃200~230D4107液位％40?60

T4102頂溫度℃30-40D4107壓力Mpa0.80-1.0

T4102頂壓力Mpa0.65~0.75D4108液位％>40

T4102底液位%40-60D4108壓力Mpa0.55-0.65

T4103頂溫度℃40-50D4111液位％40?60

T4103底液位%40-60D4112液位％40?60

T4103底溫度℃50-60D4113液位%>40

T4104頂溫度℃65+5D4113壓力Mpa0.35-0.45

T4104頂壓力Mpa0.85~1.05F4102/AB爐膛溫度℃>800

T4104底溫度℃150~170F4102/AB出口溫度TICR4182/AB℃260?420

T4104底液位%40-60D4105液位％40?60

D4104液位%40-60

1.2.5主要設備一覽表

單元名稱序號設備位號設備名稱數量

吸收穩定1T2301吸收塔1

2T2302解吸塔1

3T2303再吸收塔1

4T2304穩定塔1

5V2301干氣分液罐1

6V2302氣壓機出口油氣分離器1

7V2303穩定塔頂回流油罐1

8V2304輕污油罐1

9V2306氣壓機出口放火炬氣體分液罐1

10V2307放火炬凝液罐1

11V2308氮氣罐1

12E2301/ABCD壓縮富氣冷凝冷卻器4

13E2302吸收塔??中段回流油-循環水換熱器1

14E2303吸收塔二中段回流油-循環水換熱器1

15E2304穩定塔進料換熱器1

16E2305解吸塔中段重沸器1

17E2307/AB穩定汽油-循環水換熱器2

18E2308/ABCDEF穩定塔頂冷凝冷卻器6

19E2309解吸塔底重沸器1

20E2310穩定塔底重沸器1

21P2301/AB解吸塔進料泵2

22P2302/AB吸收塔底油泵2

23P2303/AB吸收-中循環油泵2

24P2304吸收二中循環油泵1

25P2305/AB穩定塔進料泵2

26P2306/AB穩定塔頂回流泵2

27P2307/AB穩定汽油泵2

28P2308輕污油泵1

合計43

1T-2001脫丙烷塔1

2T-2002脫乙烷塔1

3T-2003/A粗丙烯塔】

4T-1303/B精丙烯塔1

5V-2001原料緩沖罐1

6V-2002脫丙烷塔回流罐1

7V-2003脫乙烷塔回流罐1

8V-2004精丙烯塔回流罐1

9E-2001原料預熱器1

10E-2002/ABCD脫丙烷塔頂冷凝器4

11E-2003脫丙烷塔重沸器1

12E-2004脫乙烷塔重沸器1

13E-2005/ABCD脫乙烷塔頂冷凝器4

14E-2006/AB精丙烯塔重沸器2

15E-2007A-D精丙烯塔頂冷凝器4

16E-2008丙烷冷卻器1

17E-2009丙烯冷卻器1

18E-2010碳四碳五冷卻器1

19P2001/AB脫丙烷塔進料泵2

20P2002/AB脫丙烷塔回流泵2

21P2003/AB脫乙烷塔進料泵2

22P2004/AB脫乙烷塔回流泵2

23P2005/AB兩丙烯塔中間料泵2

24P2006/AB丙烯塔回流泵2

氣體分儲

合計40

MTBE1R-101/AB反應器1

2T-101催化蒸儲塔1

3T-102甲醇萃取塔1

4T-103甲醇回收塔1

5V-101碳四原料罐1

6V-102甲醇原料罐1

7V-103蒸汽冷凝液閃蒸罐1

8V-104廢液罐1

9V-105蒸儲塔回流罐1

10V-106碳四殘液集液罐1

11V-107甲醇塔回流罐1

12V-108火炬氣液分離罐1

13E-101/AB蒸儲塔頂冷凝冷卻器2

14E-102蒸播塔底再沸器1

15E-103/AB產品換熱器2

16E-104/AB產品冷卻器2

17E-105/AB甲醇塔頂冷凝冷卻器2

18E-106甲醇塔底再沸器1

19E-107/AB甲醇塔進出料換熱器2

20E-108循環水冷卻器1

21E-109原料油預熱器1

22P-101/AB甲醇進料泵1

23P-102/AB碳四進料泵2

24p-103/AB蒸汽凝液輸送泵2

25P-104/AB催化蒸儲塔回流泵2

26P-105/AB甲醇塔回流泵2

27p-106/AB循環含甲醇水泵2

合計37

C2301氣壓機組

1氣壓機1

2汽輪機1

3氣壓機中間分液罐1

4氣壓機中間冷卻器1

5氣壓機潤滑油冷卻器2

6氣壓機潤滑油泵2

7V2203氣壓機入口分液罐1

壓縮機

合計9

1R4101/ABC甲醇裂解反應器3

2R4101/AB芳構化反應器2

3T4101脫重塔1

4T4102吸收塔1

5T4103解吸塔1

6T4104穩定塔1

7D4101甲醇進料緩沖罐1

8D4102反應油氣一級分液罐1

9D4103反應油氣二級分液罐1

10D4104碳四進料緩沖罐1

11D4105芳構化進料汽化罐1

12D4106脫重塔頂油氣分液罐1

13D4107穩定塔頂油氣分液罐1

14D4108干氣分液緩沖罐1

15D4109氮氣分液罐】

16D4110/AB氮氣干燥罐2

17D4111凝結水罐1

甲醇裂

解、芳構

化單元

18D4112熱水罐1

19D4113燃料氣分液罐1

20D4114甲醇裂解反應器出口集合管1

21L4101/AB甲醇冷凝冷卻器2

22L4102/AB反應產物冷凝冷卻器2

23L4103/AB脫重塔頂油氣冷卻器2

24L4104脫重塔底油冷卻器1

25L4105吸收塔一中段油冷卻器1

26L4106/AB穩定塔頂油氣冷凝冷卻器2

27L4107液化氣冷卻器1

28L4108/AB穩定汽油冷卻器2

29L4109氮氣冷卻器1

30L4110循環熱水冷卻器1

31L4111吸收塔二中段油冷卻器1

32E4101/AB甲醇-熱水換熱器2

33E4102/ABCD反應油氣-甲醇換熱器4

34E4103/AB反應油氣-熱水換熱器2

35E4104/AB丁烷-熱水換熱器2

36E4105/AB碳四-穩定汽油換熱器2

37E4106/AB碳四-脫重塔頂油氣換熱器2

38E4107原料-過熱蒸汽換熱器1

39E4108/AB穩定塔底重沸器2

40E4109/AB解吸油-脫重塔中段油換熱器2

41E4110解吸塔底重沸器1

42E4111原料汽化器1

43E4112/AB氮氣換熱器2

44P4101/AB甲醇進料泵2

45P4102/AB反應熱水泵2

46P4103/AB冷凝水泵2

47P4104/AB粗汽油泵2

48P4105/AB碳四進料泵2

49P4106/AB脫重塔頂油泵2

50P4107/AB脫重塔中段回流泵2

51P4108/AB吸收塔一中段回流泵2

52P4109/AB吸收塔底泵2

53P4110/AB解吸塔底泵2

54P4111/AB穩定塔底泵2

55P4112/AB補充吸收劑泵2

56P4113/AB丁烷進料泵2

57P4114/AB反應注水泵2

58P4115/AB熱水泵2

59P4116吸收塔二中段回流泵1

60C4101/AB干氣壓縮機2

61C4102/AB氮氣壓縮機2

62F4101/ABC甲醇裂解加熱爐3

63F4102/AB芳構化加熱爐2

合計103

共計232

第二章工藝操作規程

2.1甲醇裂解、吸收穩定單元

2.1.1甲醇裂解、吸收穩定任務

以甲醇為原料，在一定條件下（溫度、壓力和催化劑作用下，采用固定床反應

器），生產以丙烯為主的各種煌類，送往吸收穩定單元分離為干氣、液化氣和穩定汽

油等合格產品，同時根據粗汽油量和壓縮富氣量以及解吸塔和穩定塔底重沸器熱源

的情況來調整生產。并隨時根據化驗分析的結果及時調整操作，搞好平穩生產，使

穩定汽油的蒸汽壓，液態燒中C2、C5含量和干氣中C3含量控制在指標之內。

2.1.2反應部分操作原則

反應是甲醇裂解單元的核心，對裝置的生產平穩和產品質量影響很大。因而反

應崗位操作員一定要保證操作平穩，確保產品質量。操作中控制R4101/ABC的入口

溫度，調整冷進料段進料量、冷凝水和霧化蒸汽量，保證反應器本體七段催化劑床

層溫度在規定范圍內。

平穩操作應遵循以下幾個原則：

1）正常操作狀態下，保證進料量穩定。

2）嚴格控制反應器的入口溫度，溫度波動范圍應不超過2℃（反應溫度控制范

圍還需依據現場操作進一步修正）。

3）及時監測產品轉化率或熱水中甲醇含量，根據分析結果調整操作。

4）控制好反應壓力，保證氣壓機運轉平穩。

5）產品轉化率降到97%,則認為一個操作周期結束。此時，應由反應流程切入

再生流程，進入再生操作周期。

2.1.3反應器切換

新反應器在使用前，床層溫度可用氮氣升溫至250?300℃左右再切換反應器，

這樣可縮短反應器升溫時間，增加裝置效益。隨著反應器使用時間的延長，反應器

內催化劑的活性逐漸降低，當甲醇轉化率低于97%時，就應該切出使用，進行再生,

將原料改入再生好的反應器中繼續使用。具體步驟為：

1）再生好的反應器趕空氣完畢后，對反應器最后作一次檢查，確認各放空已關閉，

流程已改好，安全閥已投用。

2）緩慢降低舊反應器甲醇進料量，將循環丁烷由加熱爐緩慢改進新反應器中，點燃

加熱爐對反應器進行升溫。

3）新、舊反應器進丁烷和降甲醇進料配合調整，當甲醇進料量降低50%時將新

反應器丁烷量緩慢調整至4000kg/h。為了減少對甲醇換熱溫度的影響，丁

烷應逐漸提量，當甲醇換熱溫度變化時，可用調節閥適當調節甲醇-熱水換

熱器（E-4101A/B）處熱水進換熱器量，使甲醇換后溫度維持平穩、正常。

4）當新反應器上部床層溫度提至420?430C時，按照反應器進料步驟，將甲

醇改進新反應器中。同時緩慢降低舊反應器甲醇進料量。

5）舊反應器降甲醇進料量的同時根據床層溫度降冷凝水冷進料量，舊反應器

甲醇進料切出后，緩慢降低并停舊反應器丁烷循環量，將加熱爐前蒸汽脫

水后經加熱爐緩慢并入舊反應器中。

6）反應器切換時要注意富氣壓縮機壓力、流量，不使其大幅度波動。反應產

物一級分離罐（D-4102）中的水界位要勤觀察，防止上升過快。

7）舊反應器切除進料后，要用蒸汽將冷進料管線內殘余甲醇吹進反應器中進

行反應。側線吹掃完畢后，關閉側線各閥。

8）切除進料后加熱爐按50?60℃/h緩慢降溫，在爐出口溫度市350℃、蒸汽

量2000?3000kg/h的前提下，對反應器吹掃2?3小時后加熱爐繼續降溫。

當加熱爐爐出口溫度低于250℃時加熱爐熄火，停進加熱爐蒸汽，關反應器

出口閥，打開反應器出口放空閥，將反應器內剩余蒸汽放出，然后將反應

器切至再生流程。

2.1.4再生部分操作原則

反應器內的催化劑經過一段時期的運轉，表面生焦積炭而失活，產品的轉化率

降低，需要通過燒焦再生以恢復催化劑的活性。催化劑再生是一個高溫過程，再生

溫度由再生加熱爐和再生氣含氧量控制。再生過程是在一定氧含量的氮氣閉路循環

中進行的。

再生崗位操作應遵循以下幾個原則。

1）再生時應密切監控床層溫度，嚴禁再生時發生超溫事故，損壞設備及催化

劑。若發生床層超溫應迅速停止補入空氣，必要時補入氮氣或者再生加熱

爐降溫。再生時，催化劑床層最高溫度不得超過500℃。

2）定時分析反應器入口和出口氣體氧含量。

3）催化劑再生結束后，須將反應器內含氧氣體置換為氮氣，而后切出再生流程備用。

4）催化劑再生期間，必須將氮氣干燥器切入再生回路，及時排水，以防將水帶入壓

縮機和反應器內，損壞壓縮機和催化劑。

2.1.5催化劑再生操作方案

1）將反應器切入再生流程后，向再生系統內充入氮氣至滿足壓縮機入口壓力，

開啟再生壓縮機建立循環。

2）分析系統氧含量，如氧含量高于1.0%,則需向系統中補入氮氣，置換其中

氧氣。

3）當氧含量達到要求后，點燃再生加熱爐，逐漸將爐出口溫度控制在400C,

則開始向系統內補入空氣，開始燒焦再生。

4）分階段對催化劑進行再生，整個再生過程分為三個階段：

a）第一階段，加熱爐出口溫度升至400℃,向系統補入凈化風，當催化劑

床層出現溫度出現高于400c時，表明催化劑再生已經開始，此時通過

控制凈化風量將反應器入口氧含量控制在1.5?2.5%,同時注意觀察催

化劑床層溫度，嚴格控制床層最高溫度不超過490℃,當催化劑床層溫

度逐漸降低時，則催化劑進入下一階段再生。若床溫較高，可適當降低

爐子出口溫度，以提高再生效率。

b）進入第二階段時，注意觀察反應器床層溫度，緩慢將加熱爐出口溫度至

提至440℃,期間注意床層最高溫度才490℃,當升至440℃且反應器入

口氧含量市2.5%時，床層溫度下降，則可以開始第三階段再生。若床

溫較高，可適當降低爐子出口溫度，以提高再生效率。

c）c進入第三階段，同樣緩慢將加熱爐出口溫度向480℃升，期間注意床

層最高溫度》500℃,當加熱爐出口溫度升至480℃,入口氧含量42.5

%,反應器入口和出口氣體氧含量保持一致且床層各點溫度也趨于一致

并為逐級下降時，說明催化劑再生基本完全，保持系統氧含量不低于

10%,在480℃恒溫12小時后，再生結束。

d）d再生結束后繼續補充氮氣，將系統內氧含量控制在1.0%以下，將催化

劑床層溫度降至合理溫度以切入反應流程。

5）再生時可根據反應器出口氧含量和床層溫升，打開催化劑床層各甲醇冷進料

管線，使再生氣體從側面分別進反應器進行再生，可縮短再生時間，提高再生效率。

2.1.6正常操作

1、甲醇裂解反應溫度控制

原因：

1）原料泵不上量，造成加熱爐出口溫度急劇上升

2）燃料氣壓力突然增高，造成加熱爐出口溫度上升過快

3）加熱爐瓦斯供應中斷或壓力過低，造成加熱爐突然熄火，爐出口溫度突降

處理：

1）切換備用泵，調節進料量，保證爐出口穩定

2）聯系加熱爐，適當降低出口溫度

3）聯系加熱爐重新點火升溫，若熄火時間過長，降低原料泵進料量或切斷進

料

2、甲醇裂解反應器溫升過大

原因：

1）反應進料負荷大

2）反應溫度過高

3）液化氣中飽和煌返回量小

4）甲醇冷進料和冷凝水進料小或中斷

處理：

1）適當降低反應進料負荷

2）適當降低反應溫度

3）加大液化氣飽和燃的返回量，增加冷進料比例

4）保證甲醇冷進料和冷凝水進料平穩

3、甲醇裂解反應器運行周期短

原因：

1）進料負荷過大

2）催化劑中毒

3）催化劑再生不完全

4）催化劑運行末期

處理：

1）控制反應器設計內負荷生產，并保證進料原料質量要求

2）保證反應器溫度、壓力平穩

3）保證催化劑再生效果

4）催化劑使用一段時間后，破損以及活性降低等情況發生，無法保證生產的

需要，更換催化劑

4、甲醇反應轉化率低

原因：

1）催化劑中毒或結焦，造成催化劑活性降低

2）反應溫度過低

3）催化劑裝填不好，有溝流和短路現象

處理：

1）降低負荷或切換反應器

2）適當提高反應溫度

3）卸出催化劑重裝

5、反應器壓力控制。

原因：

1）原料進料量不穩，進料增大，壓力升高

2）氣壓機喘振，壓力波動；氣壓機防喘振閥開度過大

3）氣壓機故障停機，壓力升高

處理：

1）穩定反應進料量，把進料流量控制在規定的范圍內

2）平穩氣壓機生產，盡量不開防喘振閥

3）開氣壓機入口放火炬，檢查原因，盡快恢復生產；若氣壓機短時間內無法

啟動，按停工步驟處理

6、再生溫度超溫。

原因：

1）爐F4101/AB爐出口溫度超溫

2）再生時補充空氣過量，燒焦放熱反應過急

處理：

1）聯系加熱爐，降爐出口溫度

2）適當減少空氣補充量，無法控制時引入氮氣或降加熱爐溫度

7、干氣中C3組份含量的控制：干氣中C3組份的多少是衡量吸收塔操作好壞的標

志，要求干氣中大于C3以上組份的含量*3%（V）。

原因：

1）富氣量大，或E2301冷后溫度高，而吸收劑量小或溫度高，會影響吸收效

果，使C3含量增加。

2）吸收塔T2301中段回流量小而回流溫度較高，使吸收段溫度過高，C3含量

增加。

3）吸收塔T2301壓力變化，壓力低，C3含量增加。

4）解吸塔T2302塔底溫度過高，使大量的C3、C4被解吸而又返回吸收塔，

影響吸收塔的操作。

5）吸收塔T2301沖塔影響干氣質量。

處理：

1）提高吸收塔兩中段回流量或降低吸收塔兩中段回流返塔溫度。

2）適當提高吸收劑量或降低吸收劑溫度。

3）適當提高吸收塔T2301操作壓力。

4）適當降低E2301的冷后溫度，如冷卻效果差，則啟用淋水。

5）若干氣中C3、C4含量高，適當降低解吸塔T2302塔底溫度，如過度吸收，

則調節方法相反。

6）消除吸收塔T2301沖塔因素。

8、干氣中帶汽油的控制

原因：

1）再吸收塔T2303塔底液面過高，造成攜帶，干氣分液罐S2301液面超高。

2）吸收塔T2301頂回流量過大或頂回流溫度過高。

3）吸收塔T2301壓力波動。

4）吸收塔T2301操作異常，干氣中帶汽油量過大。

處理：

1）保證吸收塔T2301壓力穩定。

2）適當降低吸收塔頂溫度，保證吸收效率。

3）適當降低吸收塔T2301頂回流量或頂回流溫度。

4）控制再吸收塔T2303塔底液面正常和干氣分液罐S2301液面正常。

5）保持吸收塔T2301的平穩操作。

9、液態涇中C2含量的控制：液態燃中C2含量越少越好，要求C2組份V