丁辛醇装置操作规程(终版).doc

《丁辛醇装置操作规程(终版).doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《丁辛醇装置操作规程(终版).doc（124页珍藏版）》请在三一办公上搜索。

1、 QB中国石油中国石油大庆石化分公司企业标准 DQSH03.JF.07.06.02-2012 丁 辛 醇 装 置操 作 规 程分 发 号：版 本 号：A受控状态：2012年6月1日发布 2012年6月1日实施中国石油大庆石化分公司发布 前 言规程是在DPC.QHSE03JF06002-2007版本的基础上，根据本装置改扩建后的实际工艺状况重新进行编制。本规程主要是依据丁辛醇装置改扩建项目的设计文件和装置实际生产经验，按照新版操作规程的编写模式和集团公司有关操作规程及操作卡修订内容的参考意见重新进行编制，使之更适应操作需要，对于装置开、停工方案、大型机组的开停机方案及各种单体设备的操作规程、操作

2、指南和事故处理预案均采用新模式编写。在此基础上，重新对整个操作规程的结构进行了调整，内容进行了充实和细化，使其更加全面、完善，更贴近生产实际，以便于操作人员能够按此规程进行学习和操作，有助于全面提高技术水平和操作能力，确保装置安稳长满优生产。本规程实施后，原规程作废并保留。本规程由大庆石化公司生产运行处归口管理。本规程起草单位为化工二厂丁辛醇车间。本规程于2012年6月1日发布。 目 录第一章 工艺技术规程11.1 装置概况11.1.1 装置简介11.1.2 工艺原理31.1.3 工艺流程说明161.1.4 工艺原则流程图及物料平衡表161.2 工艺指标181.2.1原料指标181.2.2装置

3、成品及半成品质量指标191.2.3公用工程指标201.2.4主要操作条件211.2.5装置消耗指标231.2.6装置环保监测指标241.2.7装置设备指标241.2.8装置主要经济指标241.2.9三剂规格24第二章 操作指南12.1丙烯净化系统12.1.1丙烯净化流程简述12.1.2丙烯净化运行控制22.1.3丙烯净化工艺指标控制22.2合成气净化系统52.2.1合成气净化流程简述52.2.2合成气净化运行控制62.2.3合成气净化工艺指标控制72.3 OXO反应系统102.3.1 1#羰基合成反应器102.3.2 2#和3#羰基合成反应器112.3.3运行控制112.3.4 OXO反应系统

4、工艺参数控制152.4高压蒸发器和丙烯吸收塔192.4.1流程简述192.4.2运行控制202.4.3系统参数控制212.5低压蒸发器242.5.1流程简述242.5.2运行控制262.5.3参数控制262.6热水系统292.6.1流程简述292.6.2运行控制292.6.3参数控制292.7丁醛的气提和稳定302.7.1流程简述302.7.2运行控制312.7.3参数控制322.8丁醛异构物塔322.8.1流程简述322.8.2运行控制342.8.3运行参数342.9丁醛罐区352.9.1流程叙述352.9.2运行控制362.10催化剂的制备和储存362.11铑催化剂回收装置362.11.1

5、流程叙述362.11.2运行控制372.12缩合系统402.12.1流程叙述402.12.2运行控制412.12.3运行参数422.13辛醇加氢系统442.13.1流程叙述442.13.2运行控制472.13.3运行参数492.14 辛醇精馏系统542.14.1流程叙述542.14.1.2辛醇精馏塔562.14.1.3辛醇精馏系统真空装置572.14.2运行控制572.14.3运行参数582.14.4辛醇产品杂质故障排除表622.15 水汽提系统642.15.1流程叙述642.15.2运行控制652.15.3运行参数652.16碱中和单元672.16.1流程叙述672.16.2运行控制672.

6、16.3运行参数682.17丁醛加氢系统682.17.1流程简述682.17.2运行控制692.17.3参数控制702.18丁醇精馏系统702.18.1流程简述702.18.2运行控制712.18.3精馏系统参数控制712.19丁醇异构物系统722.19.1流程简述722.19.2运行控制722.19.3参数控制732.20分批蒸馏系统752.20.1流程简述752.20.2运行控制762.20.3参数控制762.21产品罐区772.21.1流程简述772.21.2运行控制772.22中间产品罐区782.22.1流程简述782.22.2运行控制782.23蒸汽及冷凝液系统792.23.1流程简

7、述792.23.2运行控制802.23.3参数控制802.24低压火炬系统822.24.1流程简述822.24.2运行控制832.24.3参数控制83 附录111.1 设备明细表111.2 主要设备简图及结构111.3 装置平面布置图111.4 报警仪布置图111.4.1可燃气体报警探头布置图111.4.2丁辛醇装置现场火警报警器布置图111.5丁辛醇装置消防设施布置图111.5.1丁辛醇装置丁醇单元消防栓、高压消防炮分布图111.6 安全阀、防爆版定压值错误！未定义书签。11.6.1 安全阀定压值111.7 控制参数报警值111.7.1 醛岗工艺主要控制指标111.7.2 丁醇岗主要工艺控制

8、指标111.7.3 辛醇岗主要工艺控制指标111.8 常用基础数据111.8.1 防爆板设定压力111.8.2 储罐控制参数1第一章 工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介丁辛醇装置于1986年6月18日建成投产，整个装置占地42420m2。丁辛醇装置以丙烯、合成气为原料，采用Davy/DOW低压羰基合成工艺技术生产2-乙基己醇和正丁醇，同时副产异丁醇，设计年运行时间为8000小时，操作弹性为60110。原设计年生产能力为5万吨2-乙基己醇（辛醇）、2万吨正丁醇和0.72万吨异丁醇。1994年对装置进行了改造，改造后的丁辛醇装置可年生产辛醇5.5万吨和正丁醇2.5万吨，同时副产异丁醇

9、0.8万吨。2012年再次对装置进行扩能改造，羰基合成系统由气相循环改为液相循环，原装置后部系统变为丁醇生产线，同时增加一条辛醇生产线，扩建后的装置设计能力为年产辛醇13万吨、正丁醇7.5万吨和2.19万吨异丁醇。（1）装置构成本装置主要由丙烯净化系统、合成气净化系统、羰基合成系统、丁醛精制系统、丁醛加氢系统、丁醇精馏系统、丁醇异构物系统、丁醛异构物系统、缩合系统、辛烯醛加氢系统、辛醇精馏系统、分批精馏系统、水汽提系统和罐区等构成。（2）原料来源丁辛醇装置使用的合成气由丁辛醇车间合成气装置供给，丙烯和氢气都是由化工一厂裂解车间直接供给。合成气管线公称直径为150mm，在界区设有切断阀；丙烯管线

10、公称直径80mm，在界区设有切断阀；正常使用流量为19032kg/h。氢气管线公称直径为150mm，在界区设有切断阀，正常使用流量为1425kg/h。（3）主要产品及副产品1) 主要产品：辛醇、正丁醇、异丁醇。2）副产品：燃料气、什醇。（4）历次技术改造情况1）加氢壳程蒸汽改入0.5MPa蒸汽管网（1990年）加氢反应为放热反应，放出的热量一部分被壳程的冷凝液吸收产生蒸汽，原设计加氢壳程蒸汽辛醇生产并入0.25MPa蒸汽管网，丁醇生产作为乏汽被冷凝。在丁辛醇装置中0.25MPa蒸汽是过剩的，这样加氢壳程产生的蒸汽没有得到很好的利用，为了将这部分蒸汽利用起来，把辛醇生产时产生的蒸汽并入 0.5M

11、Pa蒸汽管网；丁醇周期产生的蒸汽并入 0.25MPa蒸汽管网。2）分批蒸馏塔由浮阀塔盘改为波纹板填料（1991年）原设计分批蒸馏塔内装30层浮伐塔盘，自1986年开工以来该塔塔盘损坏严重，影响分批蒸馏的分离效果，为了彻底解决这一问题，1991年将30层塔盘改为两层共10m高的波纹板填料，改造后效果很好。3）分批蒸馏回收的辛醇馏份返回到加氢系统进行两次加氢（1991年）设计上分批蒸馏回收的辛醇返回到预精馏塔（1148），经两塔精馏得到产品，但由于这股物料中含有与辛醇较难分离的不饱和物，精馏后影响产品辛醇的硫酸色度，为了解决这个问题，将这股物料改去加氢系统，使其中的不饱和物得到两次加氢，从而改善了

12、精馏后得到的产品辛醇的质量。4） 二次仪表改计算机控制（1992年）装置原控制系统采用Tayler仪表控制，控制水平落后，二次仪表故障率高，制约了装置的生产。为了改变这一现状，1992年将二次仪表一次全部改为霍尼维尔公司生产的过程控制计算机（DCS），改造后控制水平大大提高，达到了20世纪90年代国际水平。5） 装置8万吨/年增产改造丁辛醇装置设计年产辛醇和正丁醇共7万吨，为了配合裂解装置35万吨改造，丁辛醇装置增产到8万吨/年，改造1993年施工，增加的主要设备有OXO循环气冷却器，气提塔，并对VPH系统蒸发器进行了改造，改造后OXO系统负荷提至115%，合成气装置在满负荷下运行，1995年

13、是改造后的第一年，丁辛醇装置即达到了年产8万吨的产量，说明改造是成功的。6）切除正丁醛塔正丁醛塔的作用是脱除丁醛中的重组分和三苯基膦等，以防止这些物质对加氢催化剂不利，在正丁醛塔脱除的这股物料中，有效组分含量很高占60-70%，从这里脱除损失很大，为了使这些有效组分得到利用，加氢蒸发器进行改造（把3层塔盘改为二层4.2m高的高效填料）后分离能力大大提高的前提下，将正丁醛塔切除，重组分在蒸发器脱除，切除后大大提高了装置的效益。7）预精馏塔塔盘改波纹板填料（1995年）原设计预精馏塔内装54层浮阀塔盘，用来脱除粗醇中的轻组分，但由于塔盘年年损坏严重，影响了它的运行效果，从而在一定成度上影响产品质量

14、，为了解决塔盘年年损坏的问题，1995年将原塔盘改为三层共22m高的波纹板填料，改造效果很好。8）异构物塔改为高效塔盘（2001年）原设计异构物塔装有110层阀空为39mmF1型浮阀塔盘，塔盘间距305mm，由于塔盘间距太小，造成较严重雾沫夹带，大大降低了分离效果，在1995年8万吨改造后，成为提高产品质量和产量的制约瓶颈，因此在2001年7月将异构物塔浮阀塔盘改成高效浮阀塔盘。改造后异构物塔分离丁醇效果显著，正丁醇产品纯度达到99.7以上，丁醛分离效果一般，和改造前的分离效果相当，负荷有一定的增加。9）水汽提塔1158改为不锈钢塔（2003年）2003年，水汽提塔1158改为不锈钢塔，塔盘改

15、为“船”形浮阀塔盘，同时将缩合废碱液改去1158汽提，将有机物汽提出去，碱液及废水经加酸调节为pH值为6-9时排至11#线，解决了12#线装置多年的环境污染问题，保证了装置的安全生产。10）增设换热器1600（2005年）由异构物塔底出来的正丁醛（含少量重组分）经预精馏塔进料预热器1600与1146来的粗辛醇换热后，被送入缩合系统。从VPH系统1146来的粗丁醇经1600与1110塔釜的物料换热后，与从罐区来的一股分批蒸馏回收的丁醇馏份或不合格产品和精馏塔顶返回的一股轻组分物流汇合后进入预精馏塔1148的第二层填料上。换热器1600是在2005年6月份装置检修期间新增的，目的是利用异构物塔釜出

16、料的热量预热1148塔的进料。11）精馏塔残液泵3251改型（2005年）.辛醇生产周期1151塔釜的辛醇和重组分，经精馏塔残液泵3251，在FV1409的控制下返回到蒸发器1144二层填料，系统中的重组分在蒸发器的底部统一排放。精馏塔残液泵3251A/B于2005年6月份装置检修期间改型更新，更新后，额定转数为2900转/分，出口压力为0.9MPa。.丁醇生产周期 1151塔釜的丁醇重组分，由精馏塔残液泵3251，在FV1409的控制下送到蒸发器1144第二层填料，系统中的重组分在1144底部统一采出。12）采用新流程生产正丁醇（2010年8月）近年来，市场上对异丁醛的需求量逐渐增大，其价格

17、已经超过了异丁醇价格，而异丁醇是由异丁醛经加氢、精制、异构物分离等工序进行生产，生产过程中既消耗的原料氢气、又浪费蒸汽、水等能源，造成高成本，低利润的现象。新流程中，羰基合成反应系统生成的混合丁醛直接进入异构物塔在异构物塔中将正丁醛和异丁醛进行分离，分离出的异丁醛去异丁醛贮罐，正丁醛进入加氢系统进行加氢反应生产粗正丁醇，粗正丁醇经精馏系统精制后得到最终产品正丁醇。13）丁辛醇装置改扩建（2012年10月） 羰基合成系统由气相循环工艺改造为LP OxoSM SELECTORSM 10液体循环技术，丙烯转化率和生产能力得到大幅度提升。同时新建一套辛醇生产线，装置不再进行切换生产。扩建后的装置设计能

18、力为年产正丁醇7.5万吨、13万吨辛醇和2.19万吨异丁醇。1.1.2 工艺原理本装置采用世界较为先进的LP OxoSM SELECTORSM 10液体循环技术，生产2-乙基己醇（俗称辛醇）和正丁醇，它以丙烯和合成气为原料，在铑、三苯基膦催化剂的作用下，发生羰基合成反应生成混合丁醛，丁醛经过丁醛异构物分离得到高纯度正丁醛，在0.210-2mol的NaOH溶液作用下，发生缩合反应生成辛烯醛，辛烯醛在铜催化剂作用下与H2发生加氢反应生成粗辛醇，再经过精制后得到产品辛醇；丁醛异构物塔顶分离出的混合丁醛经加氢、精制后，再经过异构物分离得到产品正丁醇和异丁醇。（1）反应机理1）羰基合成反应。丁醛是由丙烯

19、与一氧化碳和氢气反应生成的，主要的产物是直链的正丁醛，同时也生成了少量的异丁醛、丙烷和丁醛的各种自缩合物。这些反应的压力为1.8-1.9 MPa（a），温度为85-110，在均相铑基催化剂存在的条件下进行。主要反应如下：A、主反应：羰基合成的主反应是生成正丁醛。 B、副反应：a 羰基合成的平行副反应是异丁醛的生成和原料烃的加氢。 这两个反应是衡量催化剂选择性好坏的重要标志。b 羰基合成的主要连串副反应是醛加氢生成醇。醇的生成是影响醛产率的重要副反应，若羰基合成的目的产物是丁醇，则此反应并不影响产物醇的收率。c 其它连串副反应还有醛醛缩合生成烯醛，烯醛加氢生成饱和醛。2CH3CH2CH2CHOH

20、2O+CH3CH2CH2CH=CCHO C2H5CH3CH2CH=CCHO+H2 CH3CH2CH2CHCHO C2H5 C2H5正丁醛和异丁醛之间，异丁醛之间都能发生类似反应。C、 低压羰基合成反应用的铑催化剂 铑催化剂是以铑（Rh）原子为中心，三苯基膦和一氧化碳作为配位体的络合物，为淡黄色结晶体，它的主要特点为：异构化能力弱、加氢活性低、选择性高、反应速度快，是钴催化剂的102103倍。在反应过程中起活性作用的是一族催化剂的复合物，这是催化母体（ROPAC）在含有过量的三苯基膦（TPP）的溶剂中，在反应条件下，与一氧化碳及氢接触时形成的一族复合物，它的组成是TPP浓度及CO分压的函数，TP

21、P浓度增大下面反应向左移，生成更多的HRh（CO）（TPP）3；CO分压增大，反应向右移，生成更多的HRh（CO）3（TPP），但下面三种复合物都以不同的量同时平衡存在。 TPP TPPHRh（CO）（TPP）3 HRh（CO）2（TPP）2 HRh（CO）3（TPP） CO COTPP具有保护铑的功能，反应中TPP主要起立体化学作用，因为它的分子体积较大有利于正构醛的生成，从而提高正异比（n/i）。如果催化剂复合物中主要是HRh（CO）2（TPP）2，那么反应主要生成正构醛；如果复合物中主要是HRh（CO）3（TPP），则反应主要生成异构醛。当CO分压增高，n/i会下降，但反应速度加大；如果

22、TPP浓度增高，则n/i会增大，但这对反应速度有抑制作用。一般保持TPP大量过量，TPP/Rh（mol）比在200以上，使复合物中HRh（CO）2（TPP）2为主要成份，以保证高n/i比。D、铑催化剂的抑制剂和毒性对催化剂的影响影响催化剂的物质可以分为抑制剂和毒剂，但二者无严格的界限，一般认为当杂质去掉后催化剂的活性可以恢复的为抑制剂，而不能使催化剂活性恢复的称为毒剂。a催化剂的抑制剂催化剂的抑制剂与丙烯相互竞争，争取占有催化剂的活性中心达到一动态平衡，而使催化剂活性减退 HRh（CO）X（TPP）Y+NI HRhI（CO）X（TPP）Y+（N-1）I I抑制剂 X+Y=4由于抑制剂的存在，使

23、铑的醛化反应活性降低。当抑制剂从反应液中除去后，铑催化剂的活性可以恢复，代表性的铑催化剂的抑制剂如下表：代表性的铑催化剂的抑制剂抑 制 剂来 源控 制 指 标羧酸、如丁酸合成气中含O2丙烯中含O20.1ppm mol0.05ppm mol乙炔丙烯进料50ppm vol甲基乙炔和丙二烯丙烯进料50ppm vol丁二烯丙烯进料20ppm vol绿油丙烯进料10ppm volPDPP反应溶液2% wtb 催化剂的毒剂催化剂的毒剂与铑催化剂的活性中心紧密结合，严重影响了醛化反应速度。 HRh（CO）X（TPP）Y+DDHRh（CO）X（TPP）Y D代表催化剂的毒剂 x+y=4由于Rh在反应液中的分子

24、含量为10-6级，因此对毒剂的允许含量是十分低的。代表性的铑催化剂毒剂毒 物来 源控制指标H2S、COS合成气0.1ppm mol（总硫）HCl合成气0.1ppm molHCN合成气0.1ppm molH2S、COS有机硫丙烯0.1ppm mol（总硫）有机氯丙烯0.1ppm mol硫醇泵的密封油c 惰性组分低压羰基合成反应中，惰性组分主要是二氧化碳、甲烷、乙烷、水、丙烷、环丙烷、氮气、碳五等。惰性组分增加时，反应系统放空量较大，带走的丙烯相对增高，使丙烯效率下降E、铑催化剂的管理LPOXO生产中，催化剂的管理是很重要的，因催化剂的用量与生产能力及生产成本直接有关。催化剂的管理要达到的目的主要

25、是延长催化剂寿命，降低催化剂成本。为此催化剂管理的要点是：确定铑及TPP的初次添加量，确定铑及TPP分批添加量与添加时间，添加的批数。a 铑催化剂的初次填充 Rh 80kg（ROPAC 400kg） TPP 38000kg 无铁丁醛 400000kg即催化剂溶液中Rh浓度为28010-6，TPP 11-13%（质量分数）。以上物料总量均匀分布在1103C、1103A/B、1132、1134之间，提出铑金属最小初始装填量的目的，是在满足设计生产能力的前提下，进料量达到有效设计水平的要求。在此阶段装入过量的或额外的铑被认为是有害的，因为众所周知，铑的失活在很大程度上由铑催化剂浓度决定。在准备补充丁

26、醛时，必须特别注意确保酸度和铁含量满足要求，由于酸度和铁含量会反过来分别影响催化剂的活性和重组分的形成。b 反应器的操作条件 1、反应器温度：85-97； 2、反应器溶液中的三苯基膦浓度：13%max，11%min；3、两个反应器的CO分压最大0.1MPa正常0.062MPa（a）最小0.03MPa（a） 4、丙烯分压1103C0.80MPa（a）1103A/B0.22MPa（a） 5、氢气分压 三个反应器 0.14MPa（a）（正常） 6、铑浓度：250-45010-6（质量分数） 7、合成气和丙烯必须满足原料的规格要求 8、铑催化剂经3216A/B返回温度：80（min）防止TPP结晶，最

27、高温度等于反应器操作温度。c 最初的操作条件新配制的催化剂溶液的活性很高，同时只含有很少量的重组分。在这种条件下，反应器的温度为85，第一个反应器的丙烯分压高于第二个反应器，但第二个反应器不超过0.22MPa时，就可以达到设计的转化率。由于催化剂的活性随使用寿命而降低，在其它反应参数和产品产率保持不变的条件下应增加丙烯分压。当第二个反应器的丙烯分压达到0.22MPa时，反应器的温度应提高12，丙烯的分压先降低，然后开始慢慢上升。当丙烯的分压再次达到0.22MPa时，反应器的温度应再提高12，丙烯的分压再次降低。这个反应器温度上升的循环将继续下去直到反应温度达到92。在这个温度下，将实施下面所述

28、铑的补加标准。d 铑催化剂补加标准在长周期的反应运行过程中，发现催化剂的活性在慢慢的下降。随着活性的降低反应器出口的丙烯分压将增大，在此阶段2#3#羰基合成反应器系统排放的气体中丙烯的浓度逐惭增加，丙烯的转化率慢慢的降低。因此定期向反应器中补加铑催化剂以弥补催化剂活性降低带来的影响，并恢复工艺进料的转化率，这种补加也可以弥补由于雾沫夹带而使少量铑流失到产品中造成的影响。e 铑催化剂的补加原则1、当反应器的温度达到92，且离开2#3#反应器的气体中丙烯分压达到0.22MPa时，应向系统中补加相当于初次装填量20%的铑催化剂。2、补加完上述催化剂后会引起丙烯分压的降低和丙烯转化率的回升，也会使反应

29、器的温度下降几度，接着就会开始第二个阶段的活性下降。当2#3#反应器中丙烯分压再一次增加到0.22MPa时，反应器的温度会增加12，每次当2#3#反应器中丙烯分压增加到0.22MPa时都会如此，直至达到97的温度最大值。3、当2#3#反应器中丙烯分压达到0.22MPa且反应温度达到97时，将进行催化剂的化学活化。4、催化剂在进行化学活化之后，根据需要进行调节反应温度，以维持丙烯分压低于0.22MPa。5、在第一次铑催化剂补加和第一次催化剂化学活化之后，当丙烯分压再一次达到0.22MPa时，进行铑催化剂补加（同时保持铑催化剂浓度范围，建议控制在250-450 ppm wt）或进行再一次化学活化。

30、注意：通常最好选择再进行一次化学活化，因为提高铑催化剂浓度会导致提高失活速度。一旦当铑催化剂浓度达到最大浓度450ppm wt时，按照满足活化要求继续进行催化剂的化学活化，然后根据经济衡量是否达到催化剂寿命末期。f 催化剂管理战略的实施前面提到的催化剂的管理标准是为了说明一个完整的催化剂使用寿命周期的操作要求，如果这一策略在催化剂的循环周期中得以应用，就可以达到设计的装置生产能力和设计的原材料转化率。是进行补加铑催化剂经济还是将其卸掉经济应该进行评估，决定是继续进行化学活化、补加铑还是卸掉催化剂进行更换的原则如下：1、在10个月的一个生产周期内需要进行3次催化剂化学活化。2、对于使用超过2年的

31、催化剂而言，连续催化剂化学活化相隔少于4个月。g 三苯基膦补加标准保持反应器溶液中适当的三苯基膦浓度会延长催化剂的寿命，并维持正丁醛的产率，过高的三苯基膦的浓度会抑制产品的产率。反应系统中三苯基膦的损失是由于夹带、氧化以及蒸发而产生的。在设计溶液体积的反应器操作过程中，当2#/3#羰基合成反应器中三苯基膦的浓度低于11%wt时，就应向反应器中随时补加三苯基膦，应向2#/3#羰基合成反应器加入足量的三苯基膦以使反应器中的浓度恢复到13%wt。必须注意在实验室分析的溶液中三苯基膦浓度比反应器中的实际浓度高，这是由于溶液中的轻组分（主要为C3组分）在分析前已经从溶液中蒸发了，上面提到的数字是指在反应

32、器操作过程中的三苯基膦浓度。补加三苯基膦溶液的组成为40%的三苯基膦与60%的无铁丁醛的混合物h 注意事项 1、仪表人员要定期校验合成气、丙烯进料及羰基合成反应器的温度、压力、流量、在线分析等仪表，确保其准确性。2、停车后再开车或加减负荷后，应根据反应器顶部气体成分及时调节原料配比，保证各组分分压在规定范围内。3、反应器中铑催化剂溶液成份及活性每月分析一次F 工艺参数的变化对反应的影响a、 反应温度对反应速率、丙烷选择性及正异构比的影响：b、 铑浓度对反应速率、丙烷选择性和正异构比的影响：c、丙烯分压对反应速率、丙烷选择性和正异构比的影响：d、H2分压对反应速率、丙烷选择性和正异构比的影响：e

33、、CO分压对反应速率、丙烷选择性和正异构比的影响：f、TPP对反应速率、丙烷选择性和正异构比的影响：g、合成气H2/CO比对丙烯转化率的影响。（2）异构物分离正异丁醛分离根据正异丁醛相对挥发度的不同，将稳定丁醛经醛异构物塔精馏分离，得到正丁醛和混醛/异丁醛。（3）正丁醛缩合两个正丁醛分子在0.2%（mo1）NaOH水溶液的作用下，发生缩合、脱水反应生成2乙基己烯醛的过程。A 主反应NaOH 120C2H5 2CH3CH2CH2CHO CH3CH2CH2CH=CCHO+H2OCH3B 副反应CH3OHCH3 H2O a CH3CH2CH2CHO+CH3CHCHO CH3CH CHCHCHO CH

34、3CHCH=CCHO+C2H5C2H52-乙基-4-甲基-3-羟基戊醛 2-乙基-4-甲基戊烯醛b丁酸钠的生成：2 CH3CH2CH2CHO + NaOH CH3CH2CH2COONa + CH3CH2CH2CH2OH正丁醛 丁酸钠 丁醇缩合和脱水反应是在氢氧化钠水溶液中、120的温度下，在带搅拌的釜式反应器中进行的。（4）混合丁醛加氢混合丁醛在催化剂的作用下，加氢气生成混合丁醇。A 主反应：B 副反应：a 两个正丁醛缩合生成辛烯醛 OH C2H5 2CH3CH2CH2CHOCH3CH2CH2CHCHCHOCH3CH2CH2CH=CCHO+H2O C2H5 2-乙基-3羰基-己醛 2-乙基-己

35、烯醛b 辛烯醛加氢生成辛醇 C2H5 C2H5 CH3CH2CH2CH=CCHO+2H2CH3CH2CH2CH2CHCH2OHC 影响加氢反应的因素影响加氢过程的主要因素是系统的物料（醛类和H2）的浓度（分压）温度以及催化剂活性。一般讲，反应温度高，反应速度快，压力高有利于反应向右进行，如果H2纯度较高，则操作可以在较低的总压下进行。如果H2纯度较低，则反应可以在较高的总压下进行，这是为了保持丁醛和H2分压不变。（5）辛烯醛加氢主反应是辛烯醛加氢生成辛醇2-EH。同时也有一些副反应，由等摩尔的异丁醛和正丁醛发生反应生成2-乙基-4-甲基-2-戊醛（EMPEL），2-乙基-4-甲基-2-戊醛（E

36、MPEL）可以完全加氢生成2-乙基-4-甲基戊醇（EMPOH），另外正丁醛还可以与氢氧化钠发生反应生成丁酸盐。A主反应CH3CH2CH2CH=C(CH2CH3)CHO+2H2CH3CH2CH2CH2CH (CH2CH3)CH2OH辛烯醛2-EHB 副反应： CH3 CH3 CH3CHCH=CCHO+H2CH3CHCH2CHCH2OH C2H5 C2H5在缩合系统生成的辛烯醛进料至加氢系统与氢气发生反应生成2-乙基己醇产品，在加氢催化剂的作用下、以气相、反应压力0.4-0.5MPa.g、反应温度约为170发生反应。气相加氢后生成的粗辛醇中含有少量的不饱和物，这股物料继续进入液相加氢反应器，在液相

37、加氢催化剂的作用下、以液相、反应压力2.3-2.7 MPa.g、反应温度约为85发生反应。1.1.3 工艺流程说明（1）装置流程简述 原料合成气经过合成气净化脱除硫、氯、氧、铁等杂质；原料丙烯经丙烯净化脱除硫、氯、氧等杂质。净化后的合成气，丙烯进入羰基合成反应系统，在铑和三苯基膦催化剂的作用下生成混合丁醛，混合丁醛与催化剂分离后，去气提塔和稳定塔脱除溶解的轻组分后，稳定丁醛送入丁醛异构物塔，塔底的正丁醛进入缩合系统，生成辛烯醛，辛烯醛蒸发后进入辛醇加氢反应器同H2反应生成粗辛醇。粗辛醇经过辛醇预精馏塔和精馏塔脱除轻、重组分后得到产品辛醇，送入贮罐。丁醛异构物塔顶部的混合丁醛直接送入丁醛加氢系统

38、，混合丁醛与H2反应生成粗丁醇，粗丁醇经预精馏塔和精馏塔精制，脱除轻、重组分后得混合丁醇，再进入丁醇异构物塔，最终经异构物分离后，在塔底、塔顶分别得到产品正丁醇、异丁醇。(2)半成品、成品的用途、规格及去向1) 辛醇 辛醇主要用于生产邻苯二甲酸二辛酯（DOP）和对苯二甲酸二辛酯，DOP产品素有王牌增塑剂之称，广泛用于聚氯乙烯、合成橡胶、纤维素树脂的加工等；另外还用于柴油添加剂、合成润滑剂、抗氧剂、溶剂、消泡剂等的生产以及用于纸张上浆、照相、胶乳、印染等行业，是重要的基本有机化工原料和化学助剂原料。丁辛醇车间生产的辛醇产品首先外送销售公司，经火车销售到全国各地。产品规格见1.2.22) 正丁醇

39、正丁醇属脂肪族饱和四碳醇，主要用于生产邻苯二甲酸二丁酯和脂肪族二元酸脂类增塑剂，广泛用于各种塑料和橡胶制品生产。正丁醇也是生产醋酸丁酯的主要原料，醋酸丁酯是一种良好的有机溶剂，广泛应用于硝化纤维、涂料、油墨、人造革、医药、塑料以及香料等工业中。正丁醇也是制丁醛、丁酸、丁胺和乳酸丁酯等有机化合物的原料，是树脂、油漆、粘接剂的溶剂及选矿用消泡剂，也是油脂、药物（如抗菌素、激素和维生素）和香料的萃取剂及醇酸树脂涂料添加剂等。丁辛醇车间生产的正丁醇产品首先外送销售公司，经火车销售到全国各地。产品规格见1.2.21.1.4 工艺原则流程图及物料平衡表羰基合成单元丁醇单元辛醇单元丙烯合成气氢气氢气混合丁醛

40、正丁醛异丁醇正丁醇辛醇氢气（1）工艺原则流程图（2）物料平衡图氢气合成:丙:9合成气净化丙烯净化羰基合成系统稳定丁醛氢气:1kg/h丙烯19033kg/h丁醇加氢混合丁醛12533kg/h正丁醛19123kg/h辛醇缩合系统辛烯醛加氢系统丁醇预精馏精馏系统含碱废水665kg/hEPA16860kg/h蒸汽452kg/h碱液50kg/h氢气：848kg/t驰放气343kg/h废液燃料750kg/h辛醇预精馏及精馏系统粗辛醇16875kg/h辛醇16250kg/h废水33kg/h放空152kg/h废液239kg/h粗丁醇12870kg/hOXO驰放气679kg/h催化剂18269kg/h合成气32

41、24kg/h合成气:10592kg/h合成气:14967kg/h氢气:5kg/h粗丁醛54818kg/h丁醛分离系统丁醛汽提和稳定系统驰放气去火炬155kg/h粗丁醛36217kg/h排放气去燃料气总管177kg/h去燃料气总管188kg/h丁醛异购物分离系统31656kg/h缩合废水2099kg/h重组分260kg/h空气60kg/h排放氢气240kg/h循环氢气15340.8kg/h577kg/h轻组分200kg/h水溶液26.4kg/h丁醇异购物系统精制丁醇12125kg/h循环液900kg/h预精馏塔放空14.7kg/h重组分503.8kg/h异丁醇2750kg/h正丁醇9375kg/h1.2 工艺指标1.2.1原料指标序号指标名称单 位项目指 标管理级别1丙烯(聚合级)vol-%丙烯99.6 vol-ppm乙烯10vol-ppm乙烷200 vol-ppmMAPD