年产四万吨甲乙酮项目初步设计说明书学位论文.docx

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年产四万吨甲乙酮项目初步设计说明书学位论文

第一章项目总论

1.1项目总览

本项目为青岛石化有限责任公司设计一座混合C4综合加工子系统。

采用来自青岛石化分离的正丁烯制甲乙酮，并且考虑到系统对环境的不利影响，并对排出的污染物提出合理的治理方案。

拟建厂于山东青岛经济技术开发区。

投资约5.2亿元。

选择抚顺石化研究院研制的正丁烯两步氧化法（直接水合-仲丁醇气相脱氢）作为本项目工艺，以青岛石化分离出的正丁烯为原料，目标年产4万吨甲乙酮，以实现混合C4烃类的综合利用。

鉴于石油、天然气、煤等的化石类自然资源的有限性日渐突出，对以上述资源为原料的初加工烃产物进行深度利用，已成为烃化工行业提高资源利用率和综合经济效益，实现可持续发展所面临的一项重要任务。

其中混合C4烃类的综合利用技术则是我国烃化工科技界的一个研发热点。

1.2设计依据

（1）第六届全国大学生化工设计竞赛指导书；

（2）《石油化工项目可行性研究报告编制规定》（2005年版）；

（3）化工工程设计相关规定；

（4）本组编制的项目可行性报告。

1.3工艺特点

本项目将提浓的正丁烯采用直接水合制仲丁醇法制取粗仲丁醇，然后将制得的粗仲丁醇进行精制，精制后的仲丁醇经过气相脱氢合成甲乙酮并精制。

丁烯树脂直接水合法克服了硫酸法的固有缺点，减少了设备腐蚀和酸性废水的排放，有利于环境保护，社会效益尤为显著。

且直接水合法比硫酸法在技术上先进，更具有市场竞争力，因此本装置采用树脂直接水合法工艺。

1.4产品及原料

本项目年产甲乙酮（≥99.8wt%）4万吨，同时副产粗叔丁醇0.113万吨，粗仲丁醚0.296万吨，重组分0.014万吨，氢气0.110（≥98wt%）万吨，废丁烯0.264万吨，丁烷0.450万吨。

主要原材料为来自炼化分厂的C4馏分中提浓的正丁烯，消耗量为5.1万吨/年，纯度为89%（质量分数），使用的催化剂为BC-DH2004，主产物甲乙酮和副产物粗仲丁醇、粗叔丁醇、重组分、氢气、废丁烯、丁烷作为商品销售，副产物水返回制甲乙酮分厂继续使用。

第二章化工工艺及系统

2.1工艺路线的选择

2.1.1MEK前景总论

甲乙酮（MEK）是一种优良的溶剂，是精细化工的重要原料。

其主要应用于涂料生产中的溶剂、润滑油脱蜡、磁带清洗、涂料剥离剂、抗结皮剂和油墨生产等领域。

目前全世界甲乙酮年生产能力为120万吨左右，虽然我国甲乙酮最近几年的发展速度比较快，但产量仍不能满足国内需求。

随着我国化学工业的发展，国民经济对甲乙酮的需求矛盾将日益突出。

2.1.2MEK合成路线简介

2.1.2.1工业化的合成路线

（1）正丁烯法

正丁烯法是目前国内外工业化生产甲乙酮普遍采用的方法，它又可有一步法和两步法之分。

1）正丁烯一步氧化法

20世纪60年代就研究开发出正丁烯液相一步氧化生产甲乙酮的方法，该方法采用氯化钯/氯化酮的氧化-还原均相催化剂体系，生产工艺简单，但存在反应过程腐蚀性强，需要昂贵的钛材料设备，副产物氯化物多，分离过程复杂等缺点。

针对该法存在的不足，现已经开发出使用复合催化剂的均相工艺和多相固定床工艺。

如CatalyticAssociates公司开发的杂多酸均相催化氧化新工艺采用了一种新的不含氯的催化剂体系，其中含Pd2+、Cu2+以及杂多酸氧阴离子，并添加腈化物配位以提高选择性和转化率，反应在85℃、0.7MPa条件下进行，甲乙酮的选择性可以达到90.3%，生产成本低于仲丁醇脱氢法。

目前的研究重点是如何使催化剂在连续的循环中保持长期的活性与稳定性，如何增强抵御原料中杂质毒性的能力。

随着各项研究的深入，该法有可能成为甲乙酮新的工业化生产方法。

2）正丁烯两步氧化法

正丁烯两步法是先将正丁烯水合生成仲丁醇，然后脱氢生成甲乙酮。

该法是目前国内外生产甲乙酮最主要的方法，其产量约占世界甲乙酮总产量的80%。

它又包括正丁烯水合制仲丁醇和仲丁醇脱氢制甲乙酮两个反应步骤。

3）正丁烯水合制仲丁醇

目前，正丁烯水合制仲丁醇的方法主要有以硫酸为催化剂的间接水合法、以离子交换树脂为催化剂的直接水合法和以杂多酸为催化剂的直接水合法3种工艺路线。

i.硫酸间接水合工艺

以硫酸为催化剂的硫酸法间接水合工艺是生产仲丁醇的传统方法。

它包括酯化、水解、精馏和稀酸浓缩等4个主要工序。

用浓度为80%左右的硫酸吸收预处理过的主要含正丁烯的混合C4馏分，反应生成丁基硫酸酯，丁基硫酸酯经水解得到仲丁醇水溶液，再经精馏制得仲丁醇。

反应压力为0.5MPa，反应温度为26~27℃，硫酸与正丁烯的摩尔比为1.2:

1，正丁烯转化率为92%~93%，仲丁醇选择性为85%。

该法技术成熟，对原料正丁烯含量要求不苛刻，反应条件比较温和，工艺简单，操作控制容易；不足之处是生产过程中产生大量的稀酸，设备腐蚀严重，三废处理较为复杂，能耗高，装置投资较大。

目前该法正在逐渐被淘汰。

ii.树脂直接水合工艺

该法由德国RWE-DEA公司于1984年开发成功，是目前国内外生产仲丁醇最主要的方法。

该方法以树脂为催化剂，正丁烯通过质子催化作用生成仲丁醇，反应在三相条件下进行，反应温度为150~170℃，反应压力为5.0~7.0MPa，水与正丁烯的摩尔配比约为1:

1，树脂多选用耐热性好的强酸性阳离子交换树脂。

该法工艺流程简单，产品回收精制容易，三废少，对设备腐蚀性小，仲丁醇选择性高；不足之处是对原材料正丁烯要求较高，一般要求C4馏分中正丁烯体积分数要高于90%。

另外，树脂催化剂耐高温性能较差，寿命短，易失活，正丁烯单程转化率较低（不高于10%）。

iii.杂多酸直接水合工艺

该法由日本出光兴产公司于1985年开发成功。

正丁烯在杂多酸催化剂作用下直接水合制得仲丁醇。

杂多酸催化剂的主要成分是钼磷酸，同时加入有机金属化合物添加剂。

反应温度为200~230℃，反应压力为19.0MPa左右，仲丁醇选择性大于99%。

在该反应中，正丁烯既是反应物，同时也对产物仲丁醇起着超临界萃取剂的作用。

该法工艺流程简单，催化剂性能稳定，寿命长，反应为气-液相反应，反应器效率较高，高沸点副产物不在反应器内积存；不足之处是正丁烯单程转化率低，反应需要在高压和较高温度下进行。

（2）仲丁醇脱氢制甲乙酮

仲丁醇脱氢制甲乙酮可分为气相脱氢和液相脱氢两种工艺。

气相脱氢是目前工业上生产甲乙酮普遍采用的方法。

气相脱氢采用氧化锌或锌铜合金为催化剂，将仲丁醇加热气化，在反应温度355~375℃、反应压力0.34MPa下，于脱氢反应器中进行脱氢反应，反应产物经冷凝分离得到甲乙酮，仲丁醇的转化率及甲乙酮的选择性均在90%以上。

该法具有工艺流程简单，催化剂寿命长，产品分离简单，能耗低，产率高等优点。

该方法的不足之处是仲丁醇的单程转化率低于气相法；产品纯度较低，催化剂寿命较短；仲丁醇液相脱氢以骨架镍或亚铬酸酮作催化剂，反应温度控制在150~200℃，常压操作，仲丁醇的单程转化率低，但甲乙酮的选择性在99%以上。

（3）正丁烷液相氧化法

丁烷液相氧化法的主要产品是醋酸，甲乙酮是作为副产而产生的（约占醋酸产量的16%）。

美国联合碳化公司以及塞拉尼斯公司均采用此法进行生产甲乙酮。

目前美国约20%的甲乙酮通过该法得到。

该工艺为气-液相反应，催化剂为醋酸钴-醋酸钠，溶剂为醋酸，反应温度为160~165℃，压力为5.6MPa，甲乙酮和醋酸的质量比约为0.4:

1，副产物主要为醋酸乙酯、丙酸、乙醛等。

该法的缺点是产物回收分离系统复杂，投资高能耗大，目前正逐步被淘汰。

（4）异丁苯法

以三氯化铝为催化剂，反应温度控制在50~70℃，正丁烯与苯经烃化反应生成异丁基苯；异丁基苯于110~130℃，0.1~0.49MPa压力下，液相氧化生成过氧化氢异丁基苯，然后在酸催化剂存在下分解，于20~60℃提浓氧化液，生成甲乙酮和苯酚，最后分离精制得产品。

通常情况下，每生产1t甲乙酮可联产1.26~1.28t苯酚，副产0.2~0.26t苯乙酮，丁烯利用率达67%~70%。

该法的特点是反应条件温和，设备腐蚀较轻，有利于工业化生产，但工艺过程较为复杂，操作条件严格。

2.1.2.2国外工艺技术概况

工业上甲乙酮生产的传统成熟工艺，主要采用正丁烯硫酸水合法制仲丁醇、仲丁醇进一步脱氢生成甲乙酮，国外大部分生产企业仍然沿用这一工艺。

八十年代以后，人们转向正丁烯直接水合法的研究和开发，德国和日本相继在1983年和1985年建成了6万吨/年和4.5万吨/年甲乙酮装置，至今运行稳定，经济效益显著。

此外，世界上还有很少量的甲乙酮是从轻烃氧化制醋酸副产而得，美国目前正在研究和开发一步法制甲乙酮。

（1）硫酸间接水合法

此法是传统的甲乙酮生产方法。

正丁烯的三种异构体（丁烯-1，顺、反-丁烯-2）用硫酸吸收生成硫酸氢仲丁酯和硫酸二仲丁酯，然后各自水解生成仲丁醇：

水解反应除生成仲丁醇外，还有各自副产物，包括仲丁醚、甲乙酮、异丙醇、丁醇、C5~C8烃类及高沸点物。

含共沸水的粗仲丁醇用汽提法从稀硫酸中分出再送碱洗和丁烷脱除，所得物经三塔精制得精仲丁醇。

浓度约38%的稀硫酸，国外一般经两段双效蒸发器浓缩成80%的酸，再返回正丁烯吸收塔循环使用。

所得精制仲丁醇在铜系催化剂上脱氢生成甲乙酮：

此反应为气相反应，转化率较高。

工业上也有液相脱氢工艺，但其转化率较低。

脱氢反应的副产物为丁烯、水和C8酮类，主要是乙基戊基酮、3-甲基-庚烯-5-酮和甲基庚酮-3。

含有氢、丁烯、甲乙酮、未转化的仲丁醇、C8酮类及水等反应产物首先分出氢和不凝性气体，再进行一系列精制，最终得到成品甲乙酮。

（2）正丁烯直接水合法

此法是八十年代初由德国的德士古公司和日本出光公司建立起工业化装置。

其反应过程是由正丁烯在强酸性催化剂存在下，在8.0MPaG压力和165℃温度下与水直接合成仲丁醇：

反应过程中伴有少量的仲丁醚、叔丁醇及C8烃副产物，未反应的正丁烯返回，重新参与反应。

制得的粗仲丁醇在精馏单元脱除杂质得到精仲丁醇后，再送往脱氢工段。

脱氢工段的反应与精馏同硫酸法。

（3）醋酸副产法

工业上醋酸副产法有几种生产方法，其中一种是由丁烷在7.2MPa、180℃条件下液相氧化而成，此法同时得副产品甲乙酮。

每吨醋酸可副产甲乙酮0.15~0.23吨，但是采用此法生产甲乙酮的厂商很少。

（4）丁烯一步氧化法

由丁烯在催化剂存在下液相直接氧化成甲乙酮，是较先进的生产方法，但是，此工艺仍处在研究与开发阶段，尚未形成工业化装置。

2.1.2.3中国大陆甲乙酮生产工艺概况

六十年代，我国在抚顺石油二厂建成一套硫酸间接水合法生产装置，设计能力为1700吨/年，由于设计考虑不周，生产一直不稳定，加上设备腐蚀严重，稀硫酸无出路等问题，每年实际生产量很少，并于1994年停产。

“七·五”期间，江苏省泰州石油化工厂从德国引进一套直接水合法生产工艺，但由于原料来源问题没有解决，一直未能稳定生产。

“八·五”期间，黑龙江石化厂也从德国引进了一套直接水合法工艺，并于1998年7月份开车投产，生产出合格产品。

目前装置运行良好、稳定，经济效益显著。

九十年代初，中国石化抚顺石油化工研究院开始研究正丁烯水合生产工艺，分别于1992年3月20日和1994年2月19日通过了由中国石化组织的“正丁烯水合制仲丁醇”及“仲丁醇脱氢制甲乙酮”“正丁烯水合制仲丁醇多段反应器工艺及催化剂研究”的三项技术鉴定，取得了《低碳烯烃直接水合生产低碳醇的方法》及《耐高温阳离子交换树脂催化剂制备方法》的技术专利（专利号分别为97116406.1[申请号]和CN1076385A[公开号]）。

2001年在齐翔公司建成采用“正丁烯水合制仲丁醇”及“仲丁醇脱氢制甲乙酮”技术的2万吨/年甲乙酮生产装置，齐翔公司利用现有技术2008年成功建成8万吨/年甲乙酮装置。

2.1.2.4工艺技术方案的比较和选择理由

通过上述可知：

硫酸法工艺成熟，对丁烯原料纯度要求低，操作简单，但由于使用了硫酸作催化剂，因此在生产过程中排放一定量的酸性废水，设备腐蚀也较严重，选用的材质要求高，且流程长，维修费用高。

丁烯直接水合法克服了硫酸法的固有缺点，减少了设备腐蚀和酸性废水的排放，有利于环境保护，社会效益尤为显著。

直接水合法比硫酸法在技术上先进，更具有市场竞争力。

因此本装置推荐采用直接水合法工艺。

齐翔公司经过近几年的改进、完善，技术上已经进一步成熟，本项目采用该技术方案并根据现有装置生产经验和操作数据，进一步优化设计，对现有2万吨/年甲乙酮装置进行改扩建，从而提高生产能力。

进口设备的范围和理由：

根据齐翔公司现有的甲乙酮装置的开车及生产情况以及我国目前的设备加工生产行业的现状，决定对本装置中主要仪表部件进行引进。

仪表部件主要是指重要的高压调节阀或控制阀、浮筒液位计、安全联锁开关、智能变送器等。

2.2工艺原理

2.2.1丁烯提浓工段工艺原理

由于原料中含有大量异丁烷和正丁烷，正丁烯纯度不够高，兰炼甲乙酮装置采用烟台大学的专利技术以N-甲酰吗啉-甲乙酮混合溶剂萃取精馏方式脱除丁烷，提浓后正丁烯含量将达到96wt％以上。

因正丁烷和正丁烯的相对挥发度较小（见表2-1），且正丁烷的挥发能力介于1-丁烯和反丁烯-2之间，使用普通精馏的方法需要很多的理论塔板数，且不能从一个塔中得到正丁烯（1-丁烯、顺丁烯-2、反厂烯-2），影响了正丁烯的合理利用。

丁烯提浓的原理即是：

通过向混合碳四原料中加入甲乙酮与N-甲酰吗啉混合溶剂，利用溶剂来改变丁烷与丁烯的相对挥发度，再通过连续精馏的方法，首先将低沸点的烷烃（主要为丁烷）分离出去，再通过连续精馏的方法将烯烃（主要为丁烯）与溶剂分离，从而得到比较纯的正丁烯。

表2-1C4馏分各组分沸点及相对挥发度

组分

异丁烷

异丁烯

1-丁烯

1，3丁二烯

正丁烷

反丁烯-2

顺丁烯-2

沸点（℃）

-11.73

-6.90

-6.26

-4.41

-0.50

0.88

3.74

相对挥发度

1.13

1.005

1.000

0.975

0.863

0.830

0.800

甲乙酮是一种常用溶剂，其特点是对碳四各组分都有较好的溶解能力而且粘度小，沸点低、毒性小，本身可以作为溶剂用于碳四分离。

由于甲乙酮的沸点很低（约80℃），传统萃取精馏塔和汽提塔的塔釜温度可较低，又由于其对C4具有良好的溶解能力且粘度小，因此萃取精馏塔内液体流动状况好。

传质效果好、效率高、塔内不存在双液相问题，缺点是其极性较弱，对提高烷烃和烯烃的相对挥发度贡献不大，在溶剂/碳四比为10时，正丁烷与1-丁烯的相对挥发度为1.2左右，因此用单一甲乙酮作溶剂，萃取精馏分离碳四烷烃与烯烃时，萃取塔传质效率也很高。

N-甲酰吗啉（NFM）溶剂的特点是：

极性大，对烷烃与烯烃的相对挥发度影响很大，但对C4各组分的溶解能力差、粘度大、沸点高。

溶剂/碳四比为10时，正丁烷与1-丁烯的相对挥发度为1.55左右，用它作溶剂萃取精馏分离丁烷和丁烯的混合物时，仅需较少的理论板数。

采用甲乙酮与极性溶剂混合物作溶剂，用萃取精馏的方法分离丁烷与丁烯，其优点在于综合了甲乙酮与极性溶剂各自的优点，取长补短，既保留了甲乙酮对碳四组分良好的溶解性能和较低的沸点等优点，又具有极性溶剂提高烷烃与烯烃相对挥发度的优点，既改善了塔内的传质状况，提高了分离效率，又减少了理论板数，降低了溶剂比，且降低了塔釜温度。

甲乙酮与N-甲酰吗啉混合溶剂由于其对烷烃与烯烃相对挥发度贡献大、毒性小，是分离丁烷与丁烯的最佳溶剂。

2.2.2仲丁醇合成与精制

该项目甲乙酮装置采用树脂法直接水合工艺，该工艺的主要特点是正丁烯在磺酸树脂催化剂存在下与水直接水合生成仲丁醇，水合条件为温度140~180℃，压力为6.0MPa。

生成的仲丁醇经过一系列精制过程（通过精馏方法）得到99wt％纯度的仲丁醇半成品。

正丁烯和水合成SBA的化学反应：

丁烯-1

丁烯-2（顺/反）

由于丁烯原料不纯和副反应的发生，除生成主产品SBA外，还生成各种副产品，最主要的副产品如下：

（1）仲丁醚（SBE）：

它由二个SBA分子缩合而成，SBE不干扰MEK的合成，但它将积累在MEK中，因它形成共沸物不能从SBA蒸馏中除去。

（2）聚合物：

主要由异丁烯的二聚作用生成，还有高级不饱和烃如丁二烯的聚合。

其它聚合物是正丁烯的付反应物，主要是：

G烃（辛烯）。

（3）叔丁醇（TBA）：

TBA由异丁烯的水合反应生成，TBA在MEK工艺中产生乙醛，乙醛由于有刺激性气味，影响MEK质量。

（4）正丁醇（NBA）：

在SBA生成的同时，生成微量NBA，NBA也形成醛类，其中丁醛有严重的刺激性。

（结构式：

CH3-CH2-CH2-CH2-OH）

水合反应所需的水为工业二级脱盐水质量。

为了减少外排，保护环境，采用闭路循环工艺，即反应器出水经过阴浮床脱除杂质后，返回反应器进口。

2.2.3甲乙酮合成与精制

仲丁醇半成品经过加热汽化进入脱氢反应器，在铜锌合金催化剂的作用下，脱除1分子氢气，生成甲乙酮。

再经过一系列精制工艺得到99.9wt％纯度的成品甲乙酮。

其反应方程式如下：

2.3工艺流程

本工艺共分为四个工段，分别为：

丁烯提浓工段、仲丁醇水合工段、仲丁醇精制工段、甲乙酮合成与精制工段。

总工艺流程如图2-1所示。

图2-1总工艺流程图

2.3.1丁烯提浓工段工艺流程

2.3.1.1丁烯提浓工段工艺流程叙述

丁烯提浓工段工艺流程如图2-2所示。

图2-2丁烯提浓工段工艺流程图

从界区外原料罐区来的碳四原料连续送入本工段的原料罐（V-006），通过原料泵（P-007A/B）经原料预热器（E-011），原料用贫萃取剂进行预热后进入萃取精馏塔（T-001）。

T-001主要由两段组成，其下部主要用于萃取精馏，上部主要用于从丁烷中回收萃取剂，在萃取精馏段借用于混合溶剂NFM/MEK，丁烷从丁烯中分离出来。

萃取剂从萃取精馏塔上段加入。

为尽可能降低萃取精馏塔顶蒸汽中丁烯的含量，减少丁烯的损失，必须严格地控制溶剂进塔温度。

离开萃取精馏段的蒸汽中主要包含几乎所有的丁烷及少量的丁烯和溶剂，其中萃取剂在塔的上部被回收。

在塔顶产品丁烷中，通过色谱仪分析其中的1-丁烯的含量，以便相应的设定有关的操作参数。

在萃取精馏塔中，丁烷被分离出来，从萃取精馏塔（T-001）塔顶逸出，经萃取塔塔顶水冷器（E-005）冷凝冷却后流入萃取塔回流罐（V-001），通过萃取塔回流泵（P-002A/B）部分丁烷返回萃取塔（T-001）塔顶作为回流液，其余作为液化气副产品送出界区。

萃取精馏塔（T-001）所需热量通过萃取塔再沸器I（E-001）的低压蒸汽和中间再沸器（包括萃取塔再沸器Ⅱ（E-002）和萃取塔再沸器Ⅲ（E-003））中热萃取剂的热量回收来提供。

萃取精馏塔（T-001）塔釜液通过萃取塔塔釜泵（P-001A/B）送往汽提塔（T-002）进行进一步分离。

丁烯和萃取剂在汽提塔（T-002）中，通过精馏，丁烯从汽提塔（T-002）塔顶逸出，经汽提塔水冷器（E-008）冷凝后流入汽提塔回流罐（V-002），通过汽提塔回流泵（P-004A/B），部分丁烯返回汽提塔（T-002）塔顶作为回流液，其余被送往水洗塔（T-004）以洗去丁烯中可能残存的萃取剂等杂质。

汽提塔（T-002）塔釜液为萃取剂，温度约为165℃，由汽提塔塔釜泵（P-003A/B）送出，分别流经汽提塔再沸器II（E-007）、萃取塔中间再沸器Ⅱ、Ⅲ（E-002、E-003）及再生塔再沸器（E-051），热萃取剂大部分热量被回收，再经萃取剂冷却器（E-004）冷却至52℃进入萃取精馏塔（T-001）循环使用。

汽提精馏塔（C-002）所需热量通过汽提精馏塔再沸器Ⅱ（E-007）中的热萃取剂和汽提塔再沸器I（E-006）中的低温导热油提供。

含有微量萃取剂的丁烯由下部进入水洗塔（T-004），经与工艺水逆流接触后，丁烯中的萃取剂被洗去，丁烯则送往SBA水合工段。

萃取剂在使用过程中，由于操作温度过高（最高温度达175℃），将产生一定量的分解/聚合物，需要进行再生处理。

再生时，部分萃取剂由汽提塔塔釜泵（P-003A/B）送往再生塔（T-003），再生罐在真空下操作，通过再生罐（V-003）中的加热盘管（E-009）的高温热媒导热油加热，使萃取剂在真空下汽化，并逸往再生冷凝器（E-010），冷凝下来的萃取剂流入再生分离罐（V-003）。

再生后的萃取剂由再生泵（P-006A/B）送往汽提塔（T-002）。

再生塔（T-003）中浓缩下来的萃取剂分解/聚合物间歇地从放料阀排出装桶，送出界区统一处理。

来自水洗塔（T-004）的污水，在污水罐（V-004）经过闪蒸后，闪蒸气体送往放空管线，闪蒸后的污水通过污水泵（P-008）送往界区污水池。

2.3.1.2丁烯提浓工段工艺流程特点

丁烯提浓段主要是从混合碳四中将正丁烯分离出来，然后用泵打入仲丁醇的合成工段。

碳四分离存在着主要难点：

正丁烷的沸点处于丁烯-1烯和反丁烯-2之间；异丁烷和异丁烯（丁烯-1）沸点差也较小；正丁烷和反丁烯-2沸点只差1.38℃（相对挥发度也只有1.04）。

采用普通精馏（或精密精馏）进行分离，同时得到叫高纯度的异丁烷和丁烯，需要较大的能耗（回流比较大）、产品纯度和收率也较低。

本工艺采用了烟台大学萃取精馏分离碳四工艺，该工艺有以下特点：

原料要求：

对碳四原料组成具有较高的适应性，适应于异丁烷浓度为5~70wt％，正丁烷浓度为5~70wt％，丁烯浓度为30~90wt％的混合碳四原料。

产品纯度：

能够在本单元分离得到普通精馏（或精密精馏）很难同时得到高纯度丁烯产品（根据需要产品纯度可达95~99％，收率可达90~95％）。

能耗：

比普通精馏（或精密精馏）技术节能，本技术的能耗仅为普通精馏的1/3左右。

碳四利用率：

丁烷（或丁烯）的利用率较高，可根据实际装置情况，考虑回收利用后续装置排放的较高含量的丁烯驰放气，提高了丁烯的利用率和后续产品的生产能力。

工艺优势：

该技术的汽提塔塔釜操作温度（压力为0.4MPa（G））为160℃左右（吗啉溶液体系为210℃左右），明显节省了能量和延长溶剂使用寿命。

可用中压水蒸气加热，无需用高温导热油供热，可减少设备投资。

总的能量和容积消耗较低。

溶剂特点：

采用的萃取精馏混合溶剂具有高效、无腐蚀，毒性小、粘度小、沸点和凝固点适中、化学稳定性和热稳定性好、便于稳定操作和环境保护。

溶剂比（溶剂与C4原料质量比）为10:

15。

在提浓工段的萃取精馏上，本工艺采用了隔板塔技术。

隔板塔是在精馏塔内部设一垂直隔板，将精馏塔分成上段、下段、及由隔板分开的精馏进料段及中间采出段四部分。

比传统的两塔系统节约了30%的投资费用。

隔板塔节能特点：

（1）避免了中间组分的返混效应；

（2）减小进料与进料板上物流组成不同引起的混合问题。

2.3.2仲丁醇水合工段工艺流程

2.3.2.1仲丁醇水合工段工艺流程叙述

仲丁醇水合工段工艺流程如图2-3所示。

图2-3仲丁醇水合工段工艺流程图

来自丁烯提浓工段或原料罐区的新鲜丁烯先经丁烯预处理器R-102A/B脱出所含的少量萃取剂和金属离子后，与来自脱丁烯塔回流罐（V-102）的循环丁烯混合后去反应器进料泵（P-101A/B），反应器进料泵送出的物料经反应器进料换热器（E-101A/B）与SBA反应器顶部出料换热后进入反应器进料加热器（E-102），加热后进入SBA反应器（R-101）。

反应器进料入口温度通过去E-102的热油流量控制，反应器入口温度为145℃~170℃（操作前期/操作后期）。

反应器R-101有4个催化剂床。

每个床充有16.0m2催化剂。

进料丁烯通过催化剂床层下部支撑板上的过滤喷嘴，在催化剂中获得均匀分布。

另一股反应物料工艺水由工艺水罐（V-104）经水进料泵（P-102A/B）加压至9.0MPa后送入工艺水换热