2023年石化装置MTBE工艺技术规程

以人为本创造一流

12万吨/年MTBE装置

工艺技术规程

岗位操作法

中国炼油化工有限责任公司

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程、岗位操作法

编写说明

本工艺技术规程、岗位操作法根据现有基础设计资料进行编

制，适用于青岛炼油化工有限责任公司12万吨/年MTBE装置的

首次开车和试生产。主要用于操作人员的培训学习与试生产阶段

的操作指导，待装置投料试生产及完成生产考核后，将根据最终

详细设计资料、设备随机资料及结合装置试生产阶段的实际生产

情况，重新进行修订完善。

编者

2007年5月

炼油化工有限责任公司

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程、岗位操作法

会审表

编制

审核

生产技术部负责人审核人

生产运行中心负责人审核人

机械动力部负责人审核人

HSE管理部负责人审核人

质量检验中心负责人审核人

批准

批准日期：2007年6月16日

实施日期：2007年10月1日

炼油化工有限责任公司

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第1页共2页

目录

1装置概况................................................................................1

1.1装置简介..............................................................................1

1.2工艺原理..............................................................................1

1.3技术特点..............................................................................11

2工艺过程说明及流程图....................................................................12

2.1工艺过程说明.........................................................................12

2.2工艺原则流程图........................................................................14

2.3带控制点工艺流程图....................................................................14

3主要工艺指标和技术经济指标..............................................................15

3.1设计物料平衡.........................................................................15

3.2装置主要技术经济指标..................................................................15

3.3主要工艺指标.........................................................................16

3.4公用工程指标.........................................................................16

3.5界区条件表...........................................................................19

4主要原料及辅助材料性质..................................................................21

4.1主要原料性质.........................................................................21

4.2催化剂性质...........................................................................22

5产品及中间产品性质......................................................................23

5.1产品性质............................................................................23

5.2中间产品性质.........................................................................23

6工艺调整方案...........................................................................24

6.1MTBE产品质量调整方案................................................................24

7主要设备一览表..........................................................................27

7.1反应器类设备一览表....................................................................27

7.2塔类设备一览表........................................................................27

7.3冷换设备一览表........................................................................27

7.4空冷类设备一览表......................................................................27

7.5容器类设备一览表......................................................................27

7.6加热炉一览表.........................................................................27

7.7安全阀一览表.........................................................................27

7.8机泵一览表...........................................................................27

7.9装置大型机组主要设计参数..............................................................27

7.10装置特殊阀门主要设计参数.............................................................27

8主要仪表性能...........................................................................35

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第2页共2页

8.1工艺过程控制方案......................................................................35

8.2主要控制方案.........................................................................36

8.3主要仪表性能.........................................................................38

9安全环保健康技术规定.....................................................................43

9.1HSE的相关概念........................................................................43

9.2进装置安全要求........................................................................43

9.3设备安全技术规定......................................................................44

9.4防火及有害气体防护....................................................................44

9.5冬季防冻防凝细则......................................................................48

9.6环保、健康技术规定....................................................................49

9.7装置开、停工安全规定..................................................................49

9.8气体防护器材使用管理规定..............................................................51

9.9劳动保护规定.........................................................................52

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第1页共52页

1装置概况

1.1装置简介

炼油化工有限责任公司12万吨/年MTBE装置是炼油化工有限责任公司新建15套工艺装置中的一套,

根据总流程的安排，该装置的建设性质主要是为了生产高辛烷值汽油调和组分以满足全厂生产欧III标

准汽油的需要。

该装置主要由酸化反应一催化蒸储部分和甲醇回收部分组成。原料为本厂60万吨/年气体分储装置

所产的混合C4组分和外购的工业一级甲醇，主产品为纯度》98%(mol)(扣除Cs)的MTBE,其作为生

产高标号汽油产品的调和组分，酸后C4可以作为甲乙酮装置或轻石脑油改质装置的原料

该装置与1000万吨/年常减压装置、290万吨/年催化裂化装置、双脱装置、60万吨/年气体分储装

置布置在同一装置区内。混合C4组分直接由气分脱丙烷塔底自压进入该装置原料罐，甲醇原料由罐区

引入。装置的公用工程管线从系统引入。

装置的公称建设规模为12万吨/年，MTBE实际产量为11.66万吨/年。

装置按以下原则设计：

(1)选用国内先进可靠的工艺技术和控制方案，设计的装置达到安、稳、长、满、优操作；

(2)大力推广应用新工艺、新技术、新设备、新材料，加大先进技术含量，节能降耗，降低生产

成本，提高产品质量档次，生产满足环保要求的产品，提高产品竞争力，装置的物耗、能耗水平达到国

内领先水平，生产成本与国内同类装置相比具有竞争力；

(3)在保证技术先进、装置生产安全可靠的前提下，利用联合装置的优势，尽量降低工程造价，

节省投资；

(4)为了降低工程投资，按照“实事求是、稳妥可靠”的原则，提高国产化程度，所需设备立足

国内采购，只引进在技术、质量等方面国内难以满足工艺要求的关键仪器仪表；

(5)采用DCS集中控制，优化操作，以提高装置的运转可靠性，提高产品收率和质量，保证装置

安、稳、长、满、优操作；

(6)严格执行国家、地方及主管部门制定的环保和职业安全卫生设计规定、规程和标准，减少“三

废”排放，维护周边生态环境，实行同步治理，满足清洁生产的要求。

1.2工艺原理

装置采用先进可靠的工艺技术混相床一催化蒸储深度转化合成MTBE组合工艺技术。该工艺技术为

合成MTBE领域国内科技开发的成果，专利权归中石化齐鲁分公司研究院所有，1995年通过中国石化总

公司发展部组织的技术鉴定，并已在数套工业装置中得以成功应用，技术先进、成熟可靠。

1.2.1化学反应

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第2页共52页

1.2.1.1主副化学反应

C微分中的异丁烯和工业甲醇，以大孔强酸性阳离子交换树脂为催化剂，在温度35〜75C,压力

0.65-0.85MPa(g)操作条件下合成甲基叔丁基雄(简称MTBE)。化学反应方程式如下：

CH3CH3

CH2=t-CH3+CH3OH-»CH3-C-O-CH3+(-/H)

CH3

异丁烯甲醇甲基叔丁基醛(MTBE)

上述反应发生于液相中，反应为可逆放热反应。反应压力的选择使反应物料在反应器内部分汽化,

吸收一部分反应热，从而达到温度控制的目的。反应的选择性很高，操作条件正常情况下，除异丁烯外

的其它C,组分几乎不参加反应。但以下副反应的发生可能影响MTBE的产品质量：

CH3CH3

+CH2=C-CH3tCH3-f=CH-C-CH3+(-ZH)

CH,

异丁烯异丁烯2,4,4-三甲基-2-戊烯(DIB)

O-CH3

CH2=CH-CH2-CH3+CH,OH—CH3-CH-CH2-CH3

正丁烯甲醇甲基仲丁基酸(MSBE)

『3『3

CH2=C-CH3+H2OCH3-C-OH

CH3

异丁烯水叔丁醇(TBA)

CH3OH+CH3OHTCH3-O-CH3+H2O

甲醇甲醇二甲醛(DME)水

异丁烯二聚是在进料中醇烯比不足时才发生，二聚物(DIB)过多不仅影响MTBE产品纯度，而且

DIB会堵塞催化剂细孔、使反应器床层超温等，造成催化剂失活，是必须要严格限制的情况。所以，在

反应进料中醇烯比必须是等于或大于1.0。根据经验，MSBE的生成与DIB的生成具有相同的规律，即甲

醇量不足、醇烯比低时MSBE的生成量升高。根据以上两点，要尽量保证在较高的醇烯比下操作。但是，

甲醇含量高也会造成催化蒸储塔底MTBE产品中含甲醇量过高、甲醇回收塔负荷高等问题。所以，醇烯

比的选择要综合考虑。

叔丁醇是在原料中含水时才产生，所以甲醇进料及Ci进料中应尽可能的不含水，避免叔丁醇的生

成。二甲醛的沸点较低(一24.8℃),因此其不会存在于MTBE产品中，但会影响未反应C,质量，其是

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第3页共52页

在进料中甲醇过量很多并且反应温度超过80℃才产生，所以反应进料中甲醇又不能过量很多，反应温

度也不能超过80℃«

但是，因为MSBE、叔丁醇及异丁烯的低聚物也有较高的辛烷值，是很好的汽油调和组分，所以可

随同MTBE调入汽油。

1.2.1.2操作变量分析

众所周知，温度是反应速度的函数。温度越高，反应速度越快；温度越低，反应速度越慢，但MTBE

的平衡转化率越高。如表L1所示。

表1.1不同温度下极大转化率

温度/℃506065708090

转化率/%96.895.895.294.693.191.4

从表1.1中可知，反应温度控制在65〜70℃时，异丁烯最大转化率在95%左右。

反应速度和反应转化率是两个概念，对工业反应反应器来说，较好反应条件是：

新装催化剂反应温度60~65℃

中期催化剂反应温度65〜70℃

后期催化剂反应温度70~75℃

末期催化剂反应温度75~80℃

MTBE装置所用的催化剂是强酸性阳离子交换树脂，它的活性和树脂交换容量成比例。交换容量越

高，反应活性越高，反之亦然。通常原料中都含有或多或少的金属离子（正常在1〜2ppm）,这些金属

离子与催化剂接触后，把催化剂活性中心的H,置换出来，引起催化剂失活。所以催化剂随着使用时间的

延长，它的活性慢慢地降低，反应温度就需要慢慢提高来弥补催化剂活性地降低。

对酸化反应器来说，内装的催化剂可以使用一年，一年后催化剂就需要更新。当然，这与所用的

原料中对催化剂的毒物含量多少有关，与操作条件有关，与所用催化剂的品质好坏有关。

这里还要说明的是引起催化剂中毒的毒物，不仅是金属离子,如k'、Na'、Ca"、Fe”等金属离子会

引起催化剂失活，有些有机物，如胺类、乙懵、二甲基甲酰胺等也能使催化剂中毒。这些毒物对催化剂

的中毒情况是不一样的，金属离子造成的催化剂中毒是层析的，是一层向下一层中毒，乙月青等弱碱性化

合物引起催化剂中毒是扩散型的，是缓慢的，但能使整个床层的催化剂都部分失活、

这里所说的与操作条件有关，主要是指在生产时催化剂是否超过80℃、醇/烯比是否失调等因素。

超温时催化剂活性中心脱落，引起催化剂失活；而醇烯比失调造成异丁烯自聚，这时有结焦和焦前物堵

塞催化剂的微孔，引起催化剂失活。

这里所说的催化剂品质，是指它的交换容量高低，交换容量越高，转化率越高；交换容量越低，

转化率越低。当交换容量低于3.ImmoIH7g⑺催化剂时，转化率就低于90%,如图1.1所示。

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交换容量mmolH+/g(干)

图L1交换容量与催化剂活性的关系

压力：1.5MPa；温度60〜70℃；醇/烯：1.0〜1.1；空速：3.8~4.3h

催化剂活性与它的孔结构，孔结构与交换容量，二者不可偏废。

1.2.1.3几个常用的计算公式

(1)混合碳四进料量和甲醇进料量来计算醇烯比

R_Wi/32

一”2X02)/56

式中：R一进料中醇烯比(摩尔比)

凡一甲醇进料量，kg

混合碳四进料量，kg

G一混合碳四中异丁烯质量含量，%

32,56分别为甲醇和异丁烯的分子量。

(2)以反应器出口的组成分析来计算醇烯比

区G/88+C2/32

-

CI/88+C3/56+C4/74+C5/56

式中：G—反应器出口物料中MTBE的质量含量，%

C,一反应器出口物料中甲醇的质量含量，%

G—反应器出口物料中异丁烯的质量含量，％

C,一反应器出口物料中叔丁醇的质量含量，％

Cs—反应器出口物料中二聚异丁烯的质量含量，％

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88,32,56,74—分别是MTBE,甲醇，异丁烯，叔丁醵的分子量。

（3）计算异丁烯转化率的公式

根据反应器底部出口分析数据计算异丁烯转化率，公式如下：

MTBETBADIB

—I---------+x2

8874T1I2

异丁烯转化率=MTBETBADIBiC；

----F-F

8874

式中，各种物料均表示质量百分比浓度。

1.2.2混相反应机理

MTBE混相床反应器有固定床混相反应器和膨胀床混相反应器之分，该装置所采用的是固定床混相

反应器。固定床混相反应器的工作原理如下：

其操作压力是反应物料在反应器出口温度（是人为给定的，如给定70℃）的饱和蒸汽压（假设是

0.68MPa）,这样原料G和甲醇混合后进入MTBE混相反应器内进行酸化反应，随之放出反应热，使床

层温度升高，床层温度升高使酸化反应速度加快，酸化反应放出更多的热量，使床层温度进一步升高。

这种不断反应一放热一升温的过程，使床层很快达到预定的反应温度。物料组成一定时，压力是温度的

函数，床层温度越高，反应物料的饱和蒸汽压力也越高。当反应床层物料的饱和蒸汽压力大于给定的操

作压力时，反应物料中会有部分的物料开始汽化，液体物料汽化要吸收热量。反应越多，放热越多，使

反应物料汽化量越多，但床层温度基本上维持不变，因此能有效地控制反应床层的温度。

MTBE混相床反应器的优点如下：

其能控制反应床层温度不升高的原理，是靠部分反应物料在流出反应器后，它的温度没有升高，但

热焰却比同温度下的液相物料高出许多。这对下游设备一催化蒸播塔来讲，要少消耗使这部分物料汽化

所需的供热蒸汽。也就是说，MTBE混相反应器不但省去了外循环系统的冷却水和循环泵用电，也省去

了这部分汽化了的物料在催化蒸储塔所需的蒸汽量。节省能耗相当于这部分物料汽化热的两倍。MTBE

混相反应器与筒式外循环反应器来比较，还节省了外循环系统的冷却器、循环泵和流量控制仪表，所用

催化剂量也少。因为它的空速只按新鲜物料计，而没有循环物料，这样酸化用催化剂减少了，酸化反应

器的设备投资也减少了。

另外，混相反应器内汽化的物料是反应物料中沸点最低的轻组分。反应物料中沸点最低的轻组分是

C,和甲醇的共沸物。汽化的物料是气相，它有自升的作用，即向反应器顶部上升的趋势，在大量液体物

料自上而下的流动中，汽化了的物料当然不会象静液层中气泡那样向上鼓泡，但至少这部分汽化了的反

应物料随物流向下的流动速度要减慢一些，即甲醇在床层内停留时间相对要长一些。它对于合成MTBE

来说，相当于增加了甲醇的比例，有利于提高MTBE的转化率。实验证明，在相同空速和操作温度下，

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混相反应的异丁烯转化率可提高2〜8%。混相反应器的转化率能超过液相反应的平衡转化率，这对工

业生产来讲，可以用较少的催化剂量而达到较大的生产能力。

\1TBE混相床反应器的缺点如下：

它要求原料C,中异丁烯含量有一定的范围，如果原料。中异丁烯含量小于10%,在酸化反应器出

口处，反应放热还不足以使床层温度上升到操作压力下相应反应物料的泡点，反应物料不能发生汽化,

就不能称其为混相床。因此，不具备混相床的优点。如果原料Ci中异丁烯的含量很高（如大于40%）,

这样高浓度的异丁烯转化成MTBE放出的热量，不仅使全部的甲醇一C,共沸物和全部的剩余C都汽化了，

还有剩余热量，表现为床层温度继续升高。如果床层温度太高，其结果是使已转化的MTBE在催化剂作

用下发生逆向反应，即MTBE分解反应。因此，异丁烯含量太高的原料G不能直接用混相床技术。理论

计算表明C中异丁烯含量为34%时，生成MTBE的反应热足以使未反应C,和C与甲醇的共沸物全部汽

化。在生产应用时，这是MTBE混相床技术所能使用的异丁烯含量的最大限度。

1.2.3催化蒸馆

催化蒸储是将催化反应与蒸谯过程在同一设备中同时进行的工艺技术。其反应段的原理、结构比较

复杂，介绍如下。

在反应段中，必须使汽相、液相的物料都能同时对流通过并完成传质传热，又要能进行酸化反应。

而酸化催化剂是直径为60.3〜1.2mm的小球，如果直接装在催化蒸馈塔的反应段，阻力很大，难以实

现汽相、液相的物料都能同时对流通过反应段，所以反应段必须设计特殊的催化剂装填结构。

该装置采用齐鲁分公司研究院的专利结构散装MPTH型结构。它是由多个重叠设置的固定床，在

每一个固定床中都留有汽相通道，汽相通道不装填催化剂，以使塔内向上流动的汽相物料通过催化剂床

层。在每相邻两个床层之间设有至少一个理论塔板，在这些塔板上进行汽、液两相物料的传质、传热。

热、质传递后的汽相物料经汽相通道穿过催化剂床层，进而流向上一层塔板，继续进行热、质传递。热、

质传递后的液相物料向下流动，经分布器流向固定床。在催化剂的作用下，使没反应完全的异丁烯与甲

醇进行酸化反应。没有反应完全的。储分与甲醇共沸物流至上一层塔板，再一次进行传质、传热。热、

质传递后的液相物料再在催化剂作用下进行酸化反应，没有反应完全的C储分与甲醇共沸物流至上一

层塔板，再一次进行传质、传热。这样每一个床层和分离塔板构成一个反应、分离单元。如此的多次反

应、分离后，使G中异丁烯含量减少到预期的含量为止。MTBE反应本来就是一个可逆平衡反应，由于

反应与分离两个单元操作在一个设备中进行，因此在每个反应、分离单元中，反应物料中的MTBE含量

低于平衡浓度，破坏了反应平衡，促使每个反应、分离单元向有利于酸化反应方向进行，即使在异丁烯

浓度较低时，异丁烯的转化率也能达到预期的值。

在酸化反应中合成MTBE的反应热，被用于使进入催化蒸储塔的进料汽化，并且在催化蒸储塔反应

段的反应热直接被利用为该塔的热源，因而该种工艺可降低能耗。

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此外，在催化蒸福塔中反应段所进行的合成MTBE的反应是在物料沸点温度下进行的，只要该塔的

压力控制稳定，反应温度就基本恒定，不会造成催化剂的过热。

催化蒸储的另一功能是蒸储，即起产品分离的作用。甲醇和剩余C,所形成的低沸点共沸物从催化

蒸储塔顶储出，MTBE产品则从塔底产出。

1.2.4甲醇萃取及回收

催化蒸储塔顶馆出物中的甲醇采用萃取及蒸储的方法加以分离回收。

由于甲醇、C馈分在水中溶解度差别很大，故可将G和甲醇的共沸物先经水洗，使其中所含甲醇为

水所萃取。在萃取塔内，水是连续相，自上而下流动；G是分散相，自下而上流动。

萃取甲醇后的萃取液，是含有微量燃类的甲醇水溶液。该水溶液借助加压蒸僧可实现甲醇和水的分

离。塔顶得到的甲醇可回收使用，塔底基本不含甲爵的水则用作萃取甲醇的溶剂。

催化剂是一种能够改变化学反应速度的物质，它本身并不进入化学反应的化学计量。合成MTBE的

生产过程中采用大孔径强酸性阳离子交换树脂作为反应催化剂。

1.2.5催化剂

该装置所用的主要辅助材料为酸化树脂催化剂。用于制造MTBE的催化剂有硫酸、固体超强酸、杂

多酸及其盐类、分子筛、阳离子交换树脂等。虽然有很多种催化剂都能加速异丁烯与甲醇反应生成MTBE,

但是从催化剂的活性、选择性、稳定性、生产成本以及对环境的影响等综合指标来看，以阳离子交换树

脂为优选。无论国内还是国外，都选用阳离子交换树脂为生产MTBE的催化剂。

大孔径、强酸性阳离子交换树脂都可以用作合成MTBE的催化剂，它的牌号很多，仅国内就有S-54、

D-72、D002、D005、D006及QRE-01等。这些催化剂的原材•料、生产过程和性能都有很多相似之处，但

也有各自的独到之处。

1.2.5.1催化剂的基本特征

催化剂的基本特征是：

(1)对化学反应具有选择性。例如酸化反应催化剂，它主要促使异丁烯和甲醇进行酸化反应，生

成MTBE,异丁烯和甲醇的选择性在98%以上，并抑制正丁烯的酸化和异丁烯的齐聚反应。

(2)它只能改变化学反应速度，而不能改变化学平衡。例如异丁烯和甲醇在树脂催化剂作用下，

很快使反应达到化学平衡，无论是放置更多量的催化剂，还是将这些物料体系放置更长时间，都不能改

变这个化学平衡。

(3)只能加速热力学上可能进行的化学反应，而不能加速热力学上无法进行的反应。例如常温、

常压，且无其他功的情况下,异丁烷不能变成氢和异丁烯，因而也不存在任何能加快这一反应的催化剂。

1.2.5.2催化剂的主要性能

催化剂的主要性能有活性、选择性、稳定性等。

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（1）催化活性是表示催化剂加快化学反应速度的一种量度，即催化反应速度与非催化反应速度之

差。非催化反应速度小到可以忽略不计时，催化剂的活性就相当于催化反应速度。对于MTBE合成反应

来讲，用在给定温度、压力和空速条件下，反应原料异丁烯的转化率来表示催化剂活性。

Xim=（已转化的异丁烯摩尔数/进料异丁烯总摩尔数）X100%

或者：Xg=（1—反应后残余异丁烯质量数/进料异丁烯总质量数）X100%

（2）催化剂的选择性是指对复杂反应有选择的发生催化作用的性能。催化剂在反应物料中并不是

对热力学所允许的所有化学反应都能起催化作用，而是特别有效的加速平行反应或串联反应中的一个或

几个反应。选择性的量度方法是主产物的产率（亦称选择率）。以MTBE合成反应为例，除异丁烯与甲醇

反应生成MTBE外，异丁烯还发生二聚或多聚反应，则生成MTBE的选择性丫为：

丫=转化为MTBE的异丁烯摩尔数/已转化为反应物异丁烯的摩尔数

（3）催化剂的稳定性通常以寿命表示，指催化剂在使用条件下维持一定活性水平的时间（单程寿

命）或者每次下降后经再生而有恢复到许可活性水平的累计时间（总寿命）。催化剂的稳定性包括对高

温热效应的热稳定性，对摩擦、冲击、重力作用的机械稳定性和对毒物作用的抗毒稳定性；此外，还有

对结焦积碳的抗衰变稳定性和对反应气氛的化学稳定性等。

1.2.5.3催化剂的制备

酸化用大孔径阳离子交换树脂的制造过程大体分为两个步骤，大孔白球的制备及大孔白球的磺化反

应。

大孔白球的制备过程主要是在反应釜内加入一定量的水，再加入分散剂、氯化钠充分溶解，然后投

入苯乙烯、二乙烯泵、致孔剂（高级烷烧、脂肪醇、脂肪酸等）和引发剂（过氧化苯甲酰）所组成的油

相，强力搅拌，使油相和水相分散成大小合适的液珠，逐步升温反应。反应完成液珠充分固化后，再提

高温度蒸出致孔剂，然后将反应器冷却，过滤出珠体，用水洗去分散剂后，再放入到110C烘箱中充分

干燥，得到乳白色不透明球（即所谓白球）。经过筛分去掉直径过大和过小的白球后，供磺化过程用。

磺化反应是在耐酸搪瓷釜中加入上述制造的白球，然后再加入6〜8倍量的浓硫酸，进行反应。然

后将反应体系降温冷却到室温，过滤出反应物，再将磺化的催化剂分批缓慢投入到含浓硫酸50%的水

溶液中，搅拌稀释后再用大量的水逐步稀释到溶液为中性为止（或弱酸性），即得到产品。

1.2.5.4催化剂的主要技术指标

强酸性树脂的主要特性有：强酸性、含水性、溶胀性、安全性等。

酸性大小的量度方法是用交换容量，交换容量越高，催化剂的活性越高。

含水性是指无论在催化剂的生产过程中，或催化剂贮存运输中，催化剂必须是含水的状态，绝对不

含水的催化剂球体，再遇水时，就要崩裂成碎片。

溶胀性是指不含水的树脂催化剂（简称干基）遇水后它的容积要增大，各品牌催化剂的溶胀比不同,

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第9页共52页

这主要与催化剂的交联度有关。

安全性是指催化剂反应中表现为强酸性，但它对操作人员来讲是安全的，无论是干基或湿基，与人

体短时接触时，是无毒无腐蚀的。

强酸性树脂催化剂的主要技术指标有含水量、粒度、比表面积、孔径、孔容、交联度、溶胀比、交

换容量等。

（1）含水量：一般含水量为50±2%,即树脂催化剂必须是在含水（湿基）状态下存放。有些用

户要求含水量为35〜40%（风干型），即催化剂外表面无水，催化剂微孔内含水，这种催化剂可以流动，

便于装卸，在定货时需特别注明。

树脂催化剂有湿基型、干基型和风干型之分.湿基型是在形成产品后的贮存和运输中后含水50%

左右，其目的是保证催化剂性能，比较常用，可长期贮存；干基型是指在工程设计时，对MTBE装置进

行必要的计算后，确定需要若干量的树脂催化剂，这个量是以真实的树脂催化剂为准，即不含水的催化

剂，这是一个设计参数，商业活动中根据催化剂含水量的不同进行折算；风干型是为了解决湿基催化剂

颗粒相互粘连，没有流动性的问题，为了方便装填生产的一种含水量为35〜40%的催化剂，这种催化

剂颗粒直径是溶胀后的，有较好的流动性，但不能长期贮存。

（2）粒度：按一般原则来说，大粒径的微孔的孔道比小粒径微孔的孔道要长。反应物依靠扩散力

向微孔内部流动，生成物还要从微孔内部靠扩散力向外流动。微孔通道越长，扩散阻力越大。微孔内部

流动阻力称内扩散阻力，粒径大的催化剂的反应活性低，粒径小的催化剂活性高。但是催化剂粒径小时，

床层阻力加大，太细的颗粒很可能堵死网眼，使床层阻力加大，更细小的催化剂穿过网眼，随物料流到

下游装置催化蒸播塔时，落入塔釜，在塔釜的高温下（130℃以上），这些催化剂会使已生成的MTBE发

生分解反应，影响MTBE产量和纯度。因此要全面权衡。

树脂催化剂制造时,粒径分布很宽，我们只能提出最大和最小粒径的限度，生产厂对颗粒进行筛分，

去掉过大和过小的粒子。酸化用树脂催化剂的平均粒径为中0.55〜0.60mm,粒径小于①0.3mm和大于

01.0mm的应占催化剂总量的1%以下为好。

（3）比表面积：比表面积不只是指催化剂小球的球面积，更多的是催化剂的微孔的内表面积，一

般是在40〜50nl'/go催化剂比表面积测定方法有BET法、压汞法和染料吸附法。

（4）孔径：一般树脂催化剂的平均孔径为20〜40nm,但孔径分布实际是很宽的。各家催化剂的活

性差异主要是因催化剂微孔的大小、形状和分布状况不同所引起。这与催化剂制造过程中所用的致孔剂

的种类、品牌、数量和操作条件相关，是催化剂生产厂家的核心机密。

（5）孔容；一般讲，酸化用催化剂的孔容为0.35〜0.45ml/g。比表面、孔径和孔容，三者是相互

关联的，比表面积一定，孔径越小，相对应的孔容也越小；反之孔径越大，孔容相应也越大。

（6）交联度：树脂催化剂的交联度为二乙烯苯的含量，一般为8〜20%。随交联度的增加，树脂

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第10页共52页

的含水量降低，溶胀度减小，离子交换速度下降，树脂机械强度增加，耐化学性和氧化性能提高，耐热

性降低。在催化反应中，表现为活性降低，选择性增加。酸化用树脂催化剂的交联度应该是不低于18%

为宜。

(7)溶胀比：树脂催化剂在水中或醇中溶胀后的体积和干基催化剂的体积比称之为溶胀比，溶胀

比的大小与催化剂制造中的交联度的大小有关。交联度越大，溶胀比越小。交联度为20%时。树脂的

溶胀比为1.4左右。

(8)交换容量：交换容量是指一定量的树脂催化剂所含有的可交换的氢离子的数量。一般用每克

干基树脂催化剂所含有可交换的氢离子的毫克(或毫摩尔)数来表示；也有用单位体积树脂催化剂所含

的可交换的氢离子当量来表示，但在MTBE行业，习惯上用质量交换容量来表示。交换容量越高越好，

交换容量高的催化剂的活性高，反应速度常数与交换当量的三次方成正比。它是树脂催化剂最主要的技

术指标之一，现在好的树脂催化剂的交换容量可达S.OmmolH7g⑺以上。实验数据表明，当交换容量

小于3.0mmolH7g中时，按常规操作条件，异丁烯的转化率小于90%,即达不到装置设计要求，可见

交换容量对MTBE的生产有非常大的影响。

1.2.5.5催化剂的失活及再生

酸化催化剂在一定条件下可能失活，在生产中一定要防止此类现象的发生。

第一，催化剂的活性中心的氢离子被碱性阳离子取代，使催化剂失去酸性。这里又分两种情况，一

种是被碱性金属离子，如Na'、Fe\K\Ca2\Mg"等取代。这些金属离子的碱性很强，与催化剂接触后，

立即使催化剂失去活性，在反应器内催化剂失活是层析式，即床层催化剂失活是从反应器进口向出口呈

推进式。另一种是弱碱性有机氮化物，如有机胺、乙睛等，这种弱碱性有机胺类，与催化剂接触后，中

毒性反应较慢。没有反应掉的毒性物向床层下游流动，它流到哪里就使部分催化剂失活，它能一直通过

整个床层，这种失活，叫扩散性失活，也叫穿透性失活，这种弱碱性毒物不能用保护床的方法将它除去。

第二，超温也将使催化剂上的磺酸根脱落，或积碳堵塞催化剂微孔，造成催化剂活性下降。催化剂

制造时，磺化温度在120C以上，对树脂的骨架结构没有影响。但在生产中，床层温度超过100C,催

化剂就会失活。这是因为MTBE生产装置上反应器温度上升到100℃不是外部供的热，是因为醇烯比偏

低，除酸化反应外，还发生了二聚反应，反应使反应热急剧升高，造成磺酸根脱落，催化剂就没有活性

了，脱落的磺酸根有很强的酸性，随物流流动，会对设备造成腐蚀；另外，二聚反应可能还导致有多聚

反应发生，催化剂表面会形成积碳现象，造成催化剂活性下降。

酸化用树脂催化剂失活后，可进行再生，方法如下：对催化剂微孔不溶性堵塞引起的失活尚没有办

法恢复催化剂的活性；单纯的磺酸根脱落引起的催化剂失活，可以用再一次磺化处理的方法恢复催化剂

的活性，但如果磺酸根脱落同时伴有积碳微孔堵塞时，就不能完全恢复其活性；催化剂失活是有金属离

子或碱性有机胺类中和而失活的，则可以用酸洗的方法将金属离子或有机胺洗下来，催化剂恢复其大部

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分活性，可以继续在酸化反应中应用。这些再生的方法，有腐蚀和废酸污染的问题，所以最好在催化剂

生产厂进行。

1.3技术特点

1.3.1采用一反三塔流程

该设计采用混相床一催化蒸储深度转化组合工艺，一反三塔流程。由原料配制一混相反应、催化蒸

储、甲醇萃取和回收三部分组成。

1.3.2采用固定床混相反应器

固定床混相反应器的原理、特点见1.2.2的有关介绍。

1.3.3采用催化蒸镭技术

催化蒸馆的原理、特点见1.2.3的有关介绍。

1.3.4甲醇回收塔采用加压操作

该装置甲醇回收塔不同于常规甲醇回收塔的常压操作，采用加压操作。采用加压精储的目的主要是

为了提高回流罐的压力，从而实现回流罐顶少量含甲醇气相燃类的密闭排放，但是这带来了该塔能耗少

量增加的问题。精得实现甲醇与水的分离并回收反应剩余甲醇，回收的甲醇返回甲醇原料罐循环使用。

塔底得到的基本不含甲醇的水，则作为萃取甲醇的溶剂，经换热和冷却后返回甲醇萃取塔循环使用。

1.3.5节能措施

装置的节能措施主要有：采用混相床和催化蒸储新技术，可以节能，降低单位能耗。

(1)采用混相床技术，可通过物料的部分汽化来吸收反应热量以控制反应温度，节约能耗。

(2)采用了催化蒸储技术，可以使反应热进一步充分利用，供催化蒸储塔内的液体蒸发，进一步

节约能耗。

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2工艺过程说明及流程图

2.1工艺过程说明

MTBE装置分为原料配制和混相反应部分、催化蒸镭和产品分离部分、甲醇萃取和甲醇回收部分。

(1)原料配制和混相反应部分

原料配制和混相反应部分工艺管道及仪表流程图见11120PE-DW02-0101,11120PE-DW02-0102,

11120PE-DW02-0103o

从气分装置来的C4微分大部分进入装置C4原料罐(1H2-D-101),少部分C4谭分经副线控制阀

U12-HC-11002进入剩余C4罐(1112-D-106)»C4原料经紧急隔断阀HV-10101,用原料泵

(1112-P-101A/B)升压经过流量计1112-FT-10101及流量控制阀1112-FICQ-10101送至一甲醇混合

器(1112-M-101)o

从装置外来的甲醇经液位控制阀LIC-10201进入甲醇原料罐(1112-D-102),甲醇原料一路经甲醇

原料泵(1112-P-102A/B)升压经过甲醇净化器(1112-D-103)净化后，经流量计FT-10202及流量控制

阀FICQ-10202送至C4一甲醇混合器(1112-M-101),另一路作为补充甲醇送往催化蒸储塔(1112-C-101)。

C4原料和甲醇在混合器(1112-M-101,1112-M-102)中进行充分混合后，通过在线气相色谱AT-10301

分析异丁烯与甲醇的比例，对甲醇的流量进行调节，以满足醇烯比的要求；C4原料和甲醇的混合物经

反应进料加热器(1112-E-101)进入反应进料过滤器(m2-SR-103A/B)过滤物料中所携带的杂质，然

后进入酸化反应器(1112-R-101)。反应进料加热器管程水蒸汽通过TIC-10301和流量调节阀FIC-10301

串级控制。

酸化反应器(IH2-R-101)是混相反应器，其中装有30吨(干基)离子交换树脂，该树脂既可用

作净化剂，又可用作反应催化剂。在所选择的反应进料温度(30〜40℃)下，C4微分中异丁烯与甲醇

反应生成MTBE。该反应为可逆放热反应，选择性很高，反应物料在混相反应器内部分汽化，吸收反应

热以控制反应温度在适当的范围。混相反应转化率＞90%。

在反应条件下尚有少量副反应：异丁烯水合生成叔丁醉(TBA),异丁烯自聚生成二聚物(DIB),

甲醇缩合生成二甲醛(DME),正丁烯与甲醇生成甲基仲丁基酸(MSBE)。反应条件选择适当可使副反

应控制在有限范围内。

从酸化反应器(1H2-R-101)出来的反应物料进入催化蒸储部分。

(2)催化蒸储及产品分离部分

催化蒸谭及产品分离部分工艺管道及仪表流程图见11120PE-DW02-0104,11120PE-DW02-0105s

11120PE-DW02-0106«

醛化反应器(1112-R-101)出料进入催化蒸储塔进料一MTBE产品换热器(1112-E-102)壳程，与

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催化蒸储塔底MTBE产品换热后，进入催化蒸储塔(1112-C-101)。催化蒸镭塔(1112-C-101)分为三

个部分：塔下部为提僧段采用浮阀塔盘；塔中部为反应段，反应段装有15吨(干基)离子交换树脂催

化剂，分十段床层；塔上部精镭段采用规整填料。从甲醇净化器(1112-D-103)来的补充甲醇也进入催

化蒸储塔(1112-C-101)的反应段。在反应段，物料里的剩余异丁烯与甲醇继续反应生成MTBE,MTBE

在塔内不断被分离，使反应向深度进行，使异丁烯达到更高的转化率。在催化蒸储塔(1H2-C-101)的

操作条件下，甲醇与C4形成共沸物，共沸物从塔顶锵出。塔顶帽出物经塔顶冷凝器(1112-E-103A/B)

冷凝冷却至48七进入塔顶回流罐(1112-D-104)»回流罐顶不凝气体经压力控制阀PIC-10602放至火炬

管网。冷凝液由催化蒸储塔回流泵(1112-P-104A/B)抽出，一部分经流量调节阀FIC-10602作为催化

蒸镭塔(1112-C-101)的回流打入塔顶，另一部分经回流罐的液位调节阀LIC-10601调节液位后作为甲

醇萃取塔(1112-C-102)的进料。

催化蒸镭塔(1112-C-101)底部流出物为MTBE产品，该物流依靠塔的压力压出，经与进料在催化

蒸储塔进料-MTBE产品换热器(1112-E-102)换热后，再经MTBE产品冷却器(1112-E-106)冷却至

40℃,经流量计FT-10401计量后送往装置外MTBE产品罐区贮存。催化蒸储塔(II12-C-101)底部液

位通过液位调节阀LIC-10501控制。

催化蒸储塔(1112-C-101)底设有催化蒸储塔重沸器(1112-E-105),该重沸器以蒸汽作为加热介质，

为催化蒸储提供热源。重沸液从塔底进入重沸器，部分汽化后返回催化蒸储塔底部汽相空间。为控制催

化蒸储塔顶不带出MTBE,在塔下部尚设有灵敏点温度控制TIC-10514与蒸汽流量控制阀FIC-10502串

级控制蒸汽量。

(3)甲醇萃取和甲醇回收部分

甲醇萃取和甲醇回收部分工艺管道及仪表流程图见11120PE-DW02-0107,11120PE-DW02-0I08,

11120PE-DW02-0109,11120PE-DW02-0110<,

反应剩余甲醇与剩余C4的共沸物，用催化蒸储塔回流泵从回流罐中抽出，一部分作为回流，另一

部分经萃取塔进料冷却器(1112-E-104)冷却送入甲醇萃取塔(1112-C-102)下部。萃取水由萃取水泵

(1112-P-105A/B)升压后经甲醇回收塔(1112-C-103)底液位LIC-10801和流量控制FIC-10702串级控

制调节阀后，在萃取水冷却器(1112-E-107)冷却至40℃,从甲醇萃取塔(1112-C-102)上部打入。在

甲醇萃取塔(H12-C-102)中，剩余C4与甲醇的混合物为分散相，萃取水为连续相，两液相连续逆向

流动，使甲醇被水所萃取。甲醇萃取塔(1U2-C-102)的压力由塔顶出口管线上的压力调节阀PIC-10701

控制，塔顶两液相的界面由塔底排出管线上的液位调节阀LIC-10701控制。萃余液即基本不含甲醇的剩

余C4从塔顶排至剩余C4罐(1112-D-106),用剩余C4泵(1112-P-107A/B)经过液位控制阀LIC-11001

及流量计FT-11001送出装置至罐区。

甲醇萃取塔(1112-C-102)底流出的萃取液为甲醇水溶液，经过液位控制阀LIC-10701后在甲醇回

12万吨/年MTBE装置工艺技术规程第14页共52页

收塔进料-萃取水换热器(1112-E-108A/B)与萃取水换热后进入甲醇回收塔(1112-C-103)。

甲醇回收塔(1112-C-103)顶微出物为甲醇、微量水和烧的混合物，经塔顶冷凝器(1112-E-109A/B)

冷凝冷却后进入塔顶回流罐(1112-D-105)«回流罐的操作压力为0.05MPa(G),罐顶不凝气体经压力

控制阀PIC-10902放至火炬管网。冷凝液由醇回收塔回流泵(1112-P-106A/B)抽出，其中大部分经流

量调节阀F1C-10901用作甲醇回收塔(1112-C-103)的回流打入塔顶，另一部分经回流罐的液位调节阀

LIC-10901调节液位后送至甲醇原料罐(1112-D-102)循环使用。

甲醇回收塔(1112-C-103)底排出的是基本不含甲醇的水，在甲醇回收塔进料-萃取水换热器

(1112-E-108A/B)与回收塔进料换热，被冷却后进入萃取水泵(1112-P-105A/B),作为甲醇萃取塔

(1112-C-102)的萃取水经在萃取水冷却器(1112-E-107)进一步冷却后送入甲醇萃取塔(1112-C-102)

上部循环使用。

甲醇回收塔(1112-C-103)底部设有重沸器(1112-6110),以蒸汽作为加热介质为回收甲醇提供热

源。为控制甲醇回收塔顶甲醇纯度,在塔上设有灵敏点温度控制TIC-10807与蒸汽流量控制阀FIC-10801

串级控制蒸汽量。

2.2工艺原则流程图

工艺原则流程图见附图1。

2.3带控