mtp技术规程资料(一)

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、气体分储单元、MTBE单元、干气回

收单元、甲醇回收单元和烷基化单元组成。由山东润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

混合原料制烯嫌联合装置由甲醇脱水单元、吸收稳定单元、气体分储单元、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。

混合原料制烯煌联合装置总体设计由山东润昌工程有限公司完成。

1.1.2.2装置规模及开工时数

混合原料制烯煌公称规模30万吨/年混合原料

气体分播公称规模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

主的低碳烯烧；且少量低碳烯煌由于环化、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烧、芳煌、C6+烯煌及焦炭。

反应方程式

1）主反应（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）

以上各种烯煌产物均为气态。

2）副反应（生成烷煌、芳煤、碳氧化物并结焦）

（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.........

以上产物有气态（CO、H2、H2O、CO2、CH4等烷嫌、芳煌等）和固态（大

分子量燃和焦炭）之分。

1.1.3.2吸收稳定单元

吸收一解吸的基本原理

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

稳定过程为分镭过程。分储的基本原理，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微

分，稳定塔底产出蒸汽压合格的汽油。

1.1.3.3气体分储单元

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LOMPa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。

分储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。

气体分储的主要设备有精微塔、冷凝器和重沸器，精储塔内设有塔板，进料板

以上为精微段，进料板以下为提储段。

精微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、液两相在分储塔板上传质、传热的过程。物料

进入分储塔以后，汽相借压差穿过塔板上的小孔与板上液和“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，通过塔板的精储作用，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。

(■­)压力

精微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。一般精微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：塔顶镭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

微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，气体精微塔在生产中，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。

在精镭操作中，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。

在精微操作中，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，也就是精微丧失了分离能力，此时的回流

比为最小回流比。

回流的作用是提供精微所必须的液相介质，提高分离精度，它是精镭连续稳定

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。

在精镭操作中，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1.1〜2倍。

实际精微设计中，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14〜15。

1.1.3.4MTBE单元

健化反应原理

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）甲醇脱水生成二甲雁和水

醇稀比：甲醇与异丁烯的摩尔比，一般控制为1.0W.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微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50〜70℃为宜，温度超过80°C,

副反应增加，催化剂寿命缩短，温度超过120C,催化剂失活。

催化蒸储原理：反应与精储在同一个塔内进行，反应放出的热量用于精储物料

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，采用共沸精镭的方法，

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，在用精镭的方法分离甲醇与水。

1.1.3.5芳构化单元

1、轻燃芳构化反应机理

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：轻炫分子在一定温度、压力和催化剂的作用下，首先裂化为低分子烯

烧、烷烧，这个反应是强吸热反应。

2）齐聚：小分子烯烧、烷煌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：烯垃或其中间聚合体环化形成六元环，是个放热反应。

4）脱氢：六元环脱氢生成芳烧，是个吸热反应。

煌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烧。烷烧原料的芳构化是高度吸热的反应，而烯烧

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

成芳煌，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：小分子烯烧、烷煌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：烯始或其中间聚合体环化形成六元环，是个放热反应。

3）脱氢：六元环脱氢生成芳烧，是个吸热反应。低分子烯烧在碳正离子的作用

下“连接”成环，通过脱氢或氢转移生成芳烧，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，烯始为放热反应。

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260c就开始

反应，有的则在325c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，烯燃是放热

反应，烯烧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

烷烧原料的芳构化反应是吸热反应，而烯燃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420c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

执，

降温至138C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480c（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l.OMpa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镭，稳定塔底重沸器(E2310)由

l.OMpa蒸汽提供热源。液化石油气从塔顶储出，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

(P2306ABC)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

储单元作原料。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40C,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气体分镭单元

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、碳三储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

五微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仔2006/A.B),热源为l.OMPa蒸汽。

塔底丙烷经丙烷冷却器（E-2008）冷却至40c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，•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。

1.1.4.4MTBE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35c〜50c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35℃〜50c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90〜92%,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0.7〜1.0脱（g）,催化剂床层最高操作温度不

得大于85C。进入反应精储塔的物料轻组分（C4）向上走进入反应精储段，反应精

储段上部注入甲醇（约150kg/h）,未反应的异丁烯在反应精镭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镭后，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。

塔顶碳四储份储出，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)o

反应塔顶控制温度62C,压力：0.7MPa（G）

反应塔底控制温度138.5C

从雄化反应、精镭单元来的含甲醇1.91%左右的雁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5〜6,用水洗

去其中的甲醇，塔顶得到含甲醇小于50Ppm的酸后碳四，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0.75MPa（G）

碳四残液水洗塔（T-102）塔底含甲醇约&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0.02MPa（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

68c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单元来的酸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400c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、反应产物分储部分：

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40C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40c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LOMpa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40c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储。

稳

定塔底重沸器（E4108/AB）分别由LOMpa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0.75MP。、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50C。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520c（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甲醇制烯煌催化剂

待设计和催化剂厂家提供

1.2.2.2MTBE催化剂（膨胀床反应+催化蒸储）

D005-II型酸化树脂催化剂

指标名称技术规格检验方法

1）质量交换容量mmol/g卜干,H+）>5.2GB/T16579-2004

2）含水量：%48-56GB/T16579-2004

3）湿真密度g/ml1.15~1.25GB/T16579-2004

4）湿视密度g/ml0.75〜0.85GB/T16579-2004

5）粒度mm0.355-1.25GB/T16579-2004

6）耐磨率%295GB/T16579-2004

催化蒸储组件

指标名称规格

1）不锈钢网OCrl3

2）直径mme160-350

3）高度mm485〜515

1.2.2.3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Mpa1.0±0.15循环水压力Mpa<0.4

中压过热蒸汽压力Mpa3.5±0.1非净化风压力Mpa40.4

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℃245+5

1.2.4.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%40-60T2301顶温度℃30〜40

D4102液位%40-60T2301液位％40〜60

D4103液位%40-60V2302液位％40〜60

炉出口温度TICR4112/ABC℃420-430T2302顶温度℃40±5

反应器TICA4117/ABC℃475-480T2302底温度℃65±5

反应器TICA4120/ABC℃475-480T2302底液位％40〜60

反应器TICA4123/ABC℃475-480V2303液位％40〜60

反应器TICA4126/ABC℃475-480T2303顶压力Mpa0.80-0.90

反应器TICA4129/ABC℃475-480T2303液位%40-60

反应器TICA4132/ABC℃475-480T2304顶温度℃60±3

F4101/AB炉膛温度℃>800T2304顶压力Mpa1.0-1.10

T2304底液位%40-60T2304底温度℃165±5

1.2.4.2气体分储单元

一、原料指标

项目单位指标

原料液态烧总硫mg/m3W250

原料液态燃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>100

T3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MPa1.75~1.9

脱丙烷塔顶温度℃50+2

脱乙烷塔压力Mpa2.2〜2.3

精丙烯塔压力Mpa1.8~1.9

脱乙烷塔底温度℃105±3

粗丙烯塔底温度℃62+2

精丙烯塔顶温度℃48+3

原料缓冲罐液位％40〜60

丙烯回流罐液位%40-60

1.2.4.3MTBE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℃58±3T101液位％40〜60

T101低温℃130±3T102界位％40〜60

T103顶温℃65+3T103液位％40〜60

T103低温℃103+3V-101液位%40〜60

T101压力Mpa0.60-0.80V-102液位％40〜60

T102压力Mpa0.60-0.80V-103液位%40-60

T103压力Mpa0.02+0.01V-104液位%W90

V-106液位%40-60V-105液位％40〜60

V-106差压MpaW0.1V-107液位％40〜60

1.2.4.4芳构化单元

一、原料指标

项目指标项目指标

原料碳四二烯燃含量<0.3%原料中甲醇、二甲醛含量<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℃120~140D4105压力Mpa1.40-1.50

T4101底液位%40-60D4106液位％40〜60

T4101底温度℃200~230D4107液位％40〜60

T4102顶温度℃30-40D4107压力Mpa0.80-1.0

T4102顶压力Mpa0.65~0.75D4108液位％>40

T4102底液位%40-60D4108压力Mpa0.55-0.65

T4103顶温度℃40-50D4111液位％40〜60

T4103底液位%40-60D4112液位％40〜60

T4103底温度℃50-60D4113液位%>40

T4104顶温度℃65+5D4113压力Mpa0.35-0.45

T4104顶压力Mpa0.85~1.05F4102/AB炉膛温度℃>800

T4104底温度℃150~170F4102/AB出口温度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1T2301吸收塔1

2T2302解吸塔1

3T2303再吸收塔1

4T2304稳定塔1

5V2301干气分液罐1

6V2302气压机出口油气分离器1

7V2303稳定塔顶回流油罐1

8V2304轻污油罐1

9V2306气压机出口放火炬气体分液罐1

10V2307放火炬凝液罐1

11V2308氮气罐1

12E2301/ABCD压缩富气冷凝冷却器4

13E2302吸收塔••中段回流油-循环水换热器1

14E2303吸收塔二中段回流油-循环水换热器1

15E2304稳定塔进料换热器1

16E2305解吸塔中段重沸器1

17E2307/AB稳定汽油-循环水换热器2

18E2308/ABCDEF稳定塔顶冷凝冷却器6

19E2309解吸塔底重沸器1

20E2310稳定塔底重沸器1

21P2301/AB解吸塔进料泵2

22P2302/AB吸收塔底油泵2

23P2303/AB吸收-中循环油泵2

24P2304吸收二中循环油泵1

25P2305/AB稳定塔进料泵2

26P2306/AB稳定塔顶回流泵2

27P2307/AB稳定汽油泵2

28P2308轻污油泵1

合计43

1T-2001脱丙烷塔1

2T-2002脱乙烷塔1

3T-2003/A粗丙烯塔】

4T-1303/B精丙烯塔1

5V-2001原料缓冲罐1

6V-2002脱丙烷塔回流罐1

7V-2003脱乙烷塔回流罐1

8V-2004精丙烯塔回流罐1

9E-2001原料预热器1

10E-2002/ABCD脱丙烷塔顶冷凝器4

11E-2003脱丙烷塔重沸器1

12E-2004脱乙烷塔重沸器1

13E-2005/ABCD脱乙烷塔顶冷凝器4

14E-2006/AB精丙烯塔重沸器2

15E-2007A-D精丙烯塔顶冷凝器4

16E-2008丙烷冷却器1

17E-2009丙烯冷却器1

18E-2010碳四碳五冷却器1

19P2001/AB脱丙烷塔进料泵2

20P2002/AB脱丙烷塔回流泵2

21P2003/AB脱乙烷塔进料泵2

22P2004/AB脱乙烷塔回流泵2

23P2005/AB两丙烯塔中间料泵2

24P2006/AB丙烯塔回流泵2

气体分储

合计40

MTBE1R-101/AB反应器1

2T-101催化蒸储塔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蒸汽冷凝液闪蒸罐1

8V-104废液罐1

9V-105蒸储塔回流罐1

10V-106碳四残液集液罐1

11V-107甲醇塔回流罐1

12V-108火炬气液分离罐1

13E-101/AB蒸储塔顶冷凝冷却器2

14E-102蒸播塔底再沸器1

15E-103/AB产品换热器2

16E-104/AB产品冷却器2

17E-105/AB甲醇塔顶冷凝冷却器2

18E-106甲醇塔底再沸器1

19E-107/AB甲醇塔进出料换热器2

20E-108循环水冷却器1

21E-109原料油预热器1

22P-101/AB甲醇进料泵1

23P-102/AB碳四进料泵2

24p-103/AB蒸汽凝液输送泵2

25P-104/AB催化蒸储塔回流泵2

26P-105/AB甲醇塔回流泵2

27p-106/AB循环含甲醇水泵2

合计37

C2301气压机组

1气压机1

2汽轮机1

3气压机中间分液罐1

4气压机中间冷却器1

5气压机润滑油冷却器2

6气压机润滑油泵2

7V2203气压机入口分液罐1

压缩机

合计9

1R4101/ABC甲醇裂解反应器3

2R4101/AB芳构化反应器2

3T4101脱重塔1

4T4102吸收塔1

5T4103解吸塔1

6T4104稳定塔1

7D4101甲醇进料缓冲罐1

8D4102反应油气一级分液罐1

9D4103反应油气二级分液罐1

10D4104碳四进料缓冲罐1

11D4105芳构化进料汽化罐1

12D4106脱重塔顶油气分液罐1

13D4107稳定塔顶油气分液罐1

14D4108干气分液缓冲罐1

15D4109氮气分液罐】

16D4110/AB氮气干燥罐2

17D4111凝结水罐1

甲醇裂

解、芳构

化单元

18D4112热水罐1

19D4113燃料气分液罐1

20D4114甲醇裂解反应器出口集合管1

21L4101/AB甲醇冷凝冷却器2

22L4102/AB反应产物冷凝冷却器2

23L4103/AB脱重塔顶油气冷却器2

24L4104脱重塔底油冷却器1

25L4105吸收塔一中段油冷却器1

26L4106/AB稳定塔顶油气冷凝冷却器2

27L4107液化气冷却器1

28L4108/AB稳定汽油冷却器2

29L4109氮气冷却器1

30L4110循环热水冷却器1

31L4111吸收塔二中段油冷却器1

32E4101/AB甲醇-热水换热器2

33E4102/ABCD反应油气-甲醇换热器4

34E4103/AB反应油气-热水换热器2

35E4104/AB丁烷-热水换热器2

36E4105/AB碳四-稳定汽油换热器2

37E4106/AB碳四-脱重塔顶油气换热器2

38E4107原料-过热蒸汽换热器1

39E4108/AB稳定塔底重沸器2

40E4109/AB解吸油-脱重塔中段油换热器2

41E4110解吸塔底重沸器1

42E4111原料汽化器1

43E4112/AB氮气换热器2

44P4101/AB甲醇进料泵2

45P4102/AB反应热水泵2

46P4103/AB冷凝水泵2

47P4104/AB粗汽油泵2

48P4105/AB碳四进料泵2

49P4106/AB脱重塔顶油泵2

50P4107/AB脱重塔中段回流泵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稳定塔底泵2

55P4112/AB补充吸收剂泵2

56P4113/AB丁烷进料泵2

57P4114/AB反应注水泵2

58P4115/AB热水泵2

59P4116吸收塔二中段回流泵1

60C4101/AB干气压缩机2

61C4102/AB氮气压缩机2

62F4101/ABC甲醇裂解加热炉3

63F4102/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、压力和催化剂作用下，采用固定床反应

器），生产以丙烯为主的各种煌类，送往吸收稳定单元分离为干气、液化气和稳定汽

油等合格产品，同时根据粗汽油量和压缩富气量以及解吸塔和稳定塔底重沸器热源

的情况来调整生产。并随时根据化验分析的结果及时调整操作，搞好平稳生产，使

稳定汽油的蒸汽压，液态烧中C2、C5含量和干气中C3含量控制在指标之内。

2.1.2反应部分操作原则

反应是甲醇裂解单元的核心，对装置的生产平稳和产品质量影响很大。因而反

应岗位操作员一定要保证操作平稳，确保产品质量。操作中控制R4101/ABC的入口

温度，调整冷进料段进料量、冷凝水和雾化蒸汽量，保证反应器本体七段催化剂床

层温度在规定范围内。

平稳操作应遵循以下几个原则：

1）正常操作状态下，保证进料量稳定。

2）严格控制反应器的入口温度，温度波动范围应不超过2℃（反应温度控制范

围还需依据现场操作进一步修正）。

3）及时监测产品转化率或热水中甲醇含量，根据分析结果调整操作。

4）控制好反应压力，保证气压机运转平稳。

5）产品转化率降到97%,则认为一个操作周期结束。此时，应由反应流程切入

再生流程，进入再生操作周期。

2.1.3反应器切换

新反应器在使用前，床层温度可用氮气升温至250〜300℃左右再切换反应器，

这样可缩短反应器升温时间，增加装置效益。随着反应器使用时间的延长，反应器

内催化剂的活性逐渐降低，当甲醇转化率低于97%时，就应该切出使用，进行再生,

将原料改入再生好的反应器中继续使用。具体步骤为：

1）再生好的反应器赶空气完毕后，对反应器最后作一次检查，确认各放空已关闭，

流程已改好，安全阀已投用。

2）缓慢降低旧反应器甲醇进料量，将循环丁烷由加热炉缓慢改进新反应器中，点燃

加热炉对反应器进行升温。

3）新、旧反应器进丁烷和降甲醇进料配合调整，当甲醇进料量降低50%时将新

反应器丁烷量缓慢调整至4000kg/h。为了减少对甲醇换热温度的影响，丁

烷应逐渐提量，当甲醇换热温度变化时，可用调节阀适当调节甲醇-热水换

热器（E-4101A/B）处热水进换热器量，使甲醇换后温度维持平稳、正常。

4）当新反应器上部床层温度提至420〜430C时，按照反应器进料步骤，将甲

醇改进新反应器中。同时缓慢降低旧反应器甲醇进料量。

5）旧反应器降甲醇进料量的同时根据床层温度降冷凝水冷进料量，旧反应器

甲醇进料切出后，缓慢降低并停旧反应器丁烷循环量，将加热炉前蒸汽脱

水后经加热炉缓慢并入旧反应器中。

6）反应器切换时要注意富气压缩机压力、流量，不使其大幅度波动。反应产

物一级分离罐（D-4102）中的水界位要勤观察，防止上升过快。

7）旧反应器切除进料后，要用蒸汽将冷进料管线内残余甲醇吹进反应器中进

行反应。侧线吹扫完毕后，关闭侧线各阀。

8）切除进料后加热炉按50〜60℃/h缓慢降温，在炉出口温度市350℃、蒸汽

量2000〜3000kg/h的前提下，对反应器吹扫2〜3小时后加热炉继续降温。

当加热炉炉出口温度低于250℃时加热炉熄火，停进加热炉蒸汽，关反应器

出口阀，打开反应器出口放空阀，将反应器内剩余蒸汽放出，然后将反应

器切至再生流程。

2.1.4再生部分操作原则

反应器内的催化剂经过一段时期的运转，表面生焦积炭而失活，产品的转化率

降低，需要通过烧焦再生以恢复催化剂的活性。催化剂再生是一个高温过程，再生

温度由再生加热炉和再生气含氧量控制。再生过程是在一定氧含量的氮气闭路循环

中进行的。

再生岗位操作应遵循以下几个原则。

1）再生时应密切监控床层温度，严禁再生时发生超温事故，损坏设备及催化

剂。若发生床层超温应迅速停止补入空气，必要时补入氮气或者再生加热

炉降温。再生时，催化剂床层最高温度不得超过500℃。

2）定时分析反应器入口和出口气体氧含量。

3）催化剂再生结束后，须将反应器内含氧气体置换为氮气，而后切出再生流程备用。

4）催化剂再生期间，必须将氮气干燥器切入再生回路，及时排水，以防将水带入压

缩机和反应器内，损坏压缩机和催化剂。

2.1.5催化剂再生操作方案

1）将反应器切入再生流程后，向再生系统内充入氮气至满足压缩机入口压力，

开启再生压缩机建立循环。

2）分析系统氧含量，如氧含量高于1.0%,则需向系统中补入氮气，置换其中

氧气。

3）当氧含量达到要求后，点燃再生加热炉，逐渐将炉出口温度控制在400C,

则开始向系统内补入空气，开始烧焦再生。

4）分阶段对催化剂进行再生，整个再生过程分为三个阶段：

a）第一阶段，加热炉出口温度升至400℃,向系统补入净化风，当催化剂

床层出现温度出现高于400c时，表明催化剂再生已经开始，此时通过

控制净化风量将反应器入口氧含量控制在1.5〜2.5%,同时注意观察催

化剂床层温度，严格控制床层最高温度不超过490℃,当催化剂床层温

度逐渐降低时，则催化剂进入下一阶段再生。若床温较高，可适当降低

炉子出口温度，以提高再生效率。

b）进入第二阶段时，注意观察反应器床层温度，缓慢将加热炉出口温度至

提至440℃,期间注意床层最高温度才490℃,当升至440℃且反应器入

口氧含量市2.5%时，床层温度下降，则可以开始第三阶段再生。若床

温较高，可适当降低炉子出口温度，以提高再生效率。

c）c进入第三阶段，同样缓慢将加热炉出口温度向480℃升，期间注意床

层最高温度》500℃,当加热炉出口温度升至480℃,入口氧含量42.5

%,反应器入口和出口气体氧含量保持一致且床层各点温度也趋于一致

并为逐级下降时，说明催化剂再生基本完全，保持系统氧含量不低于

10%,在480℃恒温12小时后，再生结束。

d）d再生结束后继续补充氮气，将系统内氧含量控制在1.0%以下，将催化

剂床层温度降至合理温度以切入反应流程。

5）再生时可根据反应器出口氧含量和床层温升，打开催化剂床层各甲醇冷进料

管线，使再生气体从侧面分别进反应器进行再生，可缩短再生时间，提高再生效率。

2.1.6正常操作

1、甲醇裂解反应温度控制

原因：

1）原料泵不上量，造成加热炉出口温度急剧上升

2）燃料气压力突然增高，造成加热炉出口温度上升过快

3）加热炉瓦斯供应中断或压力过低，造成加热炉突然熄火，炉出口温度突降

处理：

1）切换备用泵，调节进料量，保证炉出口稳定

2）联系加热炉，适当降低出口温度

3）联系加热炉重新点火升温，若熄火时间过长，降低原料泵进料量或切断进

料

2、甲醇裂解反应器温升过大

原因：

1）反应进料负荷大

2）反应温度过高

3）液化气中饱和煌返回量小

4）甲醇冷进料和冷凝水进料小或中断

处理：

1）适当降低反应进料负荷

2）适当降低反应温度

3）加大液化气饱和燃的返回量，增加冷进料比例

4）保证甲醇冷进料和冷凝水进料平稳

3、甲醇裂解反应器运行周期短

原因：

1）进料负荷过大

2）催化剂中毒

3）催化剂再生不完全

4）催化剂运行末期

处理：

1）控制反应器设计内负荷生产，并保证进料原料质量要求

2）保证反应器温度、压力平稳

3）保证催化剂再生效果

4）催化剂使用一段时间后，破损以及活性降低等情况发生，无法保证生产的

需要，更换催化剂

4、甲醇反应转化率低

原因：

1）催化剂中毒或结焦，造成催化剂活性降低

2）反应温度过低

3）催化剂装填不好，有沟流和短路现象

处理：

1）降低负荷或切换反应器

2）适当提高反应温度

3）卸出催化剂重装

5、反应器压力控制。

原因：

1）原料进料量不稳，进料增大，压力升高

2）气压机喘振，压力波动；气压机防喘振阀开度过大

3）气压机故障停机，压力升高

处理：

1）稳定反应进料量，把进料流量控制在规定的范围内

2）平稳气压机生产，尽量不开防喘振阀

3）开气压机入口放火炬，检查原因，尽快恢复生产；若气压机短时间内无法

启动，按停工步骤处理

6、再生温度超温。

原因：

1）炉F4101/AB炉出口温度超温

2）再生时补充空气过量，烧焦放热反应过急

处理：

1）联系加热炉，降炉出口温度

2）适当减少空气补充量，无法控制时引入氮气或降加热炉温度

7、干气中C3组份含量的控制：干气中C3组份的多少是衡量吸收塔操作好坏的标

志，要求干气中大于C3以上组份的含量*3%（V）。

原因：

1）富气量大，或E2301冷后温度高，而吸收剂量小或温度高，会影响吸收效

果，使C3含量增加。

2）吸收塔T2301中段回流量小而回流温度较高，使吸收段温度过高，C3含量

增加。

3）吸收塔T2301压力变化，压力低，C3含量增加。

4）解吸塔T2302塔底温度过高，使大量的C3、C4被解吸而又返回吸收塔，

影响吸收塔的操作。

5）吸收塔T2301冲塔影响干气质量。

处理：

1）提高吸收塔两中段回流量或降低吸收塔两中段回流返塔温度。

2）适当提高吸收剂量或降低吸收剂温度。

3）适当提高吸收塔T2301操作压力。

4）适当降低E2301的冷后温度，如冷却效果差，则启用淋水。

5）若干气中C3、C4含量高，适当降低解吸塔T2302塔底温度，如过度吸收，

则调节方法相反。

6）消除吸收塔T2301冲塔因素。

8、干气中带汽油的控制

原因：

1）再吸收塔T2303塔底液面过高，造成携带，干气分液罐S2301液面超高。

2）吸收塔T2301顶回流量过大或顶回流温度过高。

3）吸收塔T2301压力波动。

4）吸收塔T2301操作异常，干气中带汽油量过大。

处理：

1）保证吸收塔T2301压力稳定。

2）适当降低吸收塔顶温度，保证吸收效率。

3）适当降低吸收塔T2301顶回流量或顶回流温度。

4）控制再吸收塔T2303塔底液面正常和干气分液罐S2301液面正常。

5）保持吸收塔T2301的平稳操作。

9、液态泾中C2含量的控制：液态燃中C2含量越少越好，要求C2组份V