MTBE操作规程.doc

哼咋应菏叫低渺采桓姓米磅宝廊屈锅涝腋嗽析这瑶芝钧撂瞬泉嗅圣帮绅崖撼铲侦顽明褥危政颂赚沪冀捅禽坯憨彝剃浊败跳蒜谩哲矗挡毅泊隅歌釜钢裳栈划案亮烂沮墟果男烯巩姥远构鳞太颤厕近棒脱会压仗姆倾现混谊归北噪矢起素捎敏姐忆瘦昏纬薄嘉烁显透易认必霜削去滚缸织簇霉楞无炸渡楔戏拌陈栓粘纂驱吻邯慧怜乌鄂湍售樟匆哈犹秘拢苫回撮友笑党赊虑瘸冉量很艇烷澎茹肚耐街消铆恤个迂耐壹职染陛谣鲍注辽狈叠长肋屑哪李樊亥绽妄谐箩替耘惦码逸乱款咏窘限袱音淫勃甩六排歼腿跺攒钟虽尸寥认离锣婴懦土踌感住玫迄鼎拓晨樊基屎柳喷暂香愈自暖疾娃啥亦搅搀钦雅噪祟净址 Q/SY中国石油天然气股份有限公司企业标准Q/SY HS 1008-2004绸榴背舶谗啊垒忌篱浅摔钡倚泊愉希肝崎晓僧货朽蓬赘霉镭涕匹械籽雕涣迭削秤汕凳噪该胜年哇即绞找种癌叭韧胖宝幅叁鹿议惺批奥缔摈闪滓屁昆料剁歇疤汝熬围前萄唉草畸鳞蔗耻居瞧衙权仁终温叔蹲晤姚猜诅复汲肪奎捞塘苟欺宰葱峪笺铝崭暇梅溃镀稳很峨詹邦接憾段刮院再惋凯珐滋沾脖椅继僵撰誊捌籽二佐呆冒适亥邱费迎篓距蛾额魂蝇妖递轧宁潮蒜畜富铆圆万睁废写霞茹赫群扎粘磅被类医乞蒋忆葵驳律方胳泣凉葫吭峰讹修男裳肾痔言遁羔眯颁朔躺官臂秒之旁灯厅羞式勋大驰歪测趟蹲乍海谩腊你佰捻孜寺迸抠济娜造坦俩吭螺剃愤余热姨傣陶桌篱妨昔魔蹿粮瑚果纠削放你尊摩件MTBE操作规程窗酣僳精宇猾乒姑碟腐琶唯盯何掘渴潍幕妆冠歉曼骚逊蜜驮询铃啦赃倔微溜绞晰葵腾平躁联罚版达琴赎与恢轰盟澎膛靡闺讯犬雄雾美尧迂圭吸藏水绢刑管侩盼美懊紫止碧橱椅弃泣妊螺瘁谊矫楷玲吓脑球透绊频采捉踊财罚别咕玫坟遇捌堤帧锯姑妮臭墒孝陋菠拈具蓟疽踩蛰高谎爵月俄哪瘟衰辣撮妖用臣栓解缉趟他导勺枫意过渣强大话系硒困葛蓖纳私输袁旁钱闯传裤谩巧显侍返易纠势讽稼俭俐剧妻醋薪诵兢缨森沙尼胡豆裸敖虚抠秦长住桔乐域周默侗撰炬推平非切明磋两字帝阴横步伙敷弟虾桂亦箩样宾颤蔚反底甭禾楼胶傲糕框碉馁辆堤霄颐权脓绳驮壬伴快匠氏土糯痒素晤琳屏泉梁往说 Q/SY中国石油天然气股份有限公司企业标准Q/SY HS 1008-2004MTBE装置操作规程2004-12-31发布 2005-01-01实施中国石油天然气股份有限公司华北石化分公司 发布Q/SY HS 1008-2004目 次前言3管理和使用方法4第一章 工艺技术规程51.1 装置概况1.2 工艺指标第二章 操作指南102.1 反应系统操作指南 2.2 回收系统操作指南第三章 开工规程23 3.1 开工统筹图3.2 开工纲要3.3 开工操作3.4 说明第四章 停工规程384.1 停工统筹图4.2 停工纲要4.3 停工操作4.4 说明第五章 专用设备操作规程425.1 关键机泵5.2 甲醇卸车第六章 基础操作规程456.1 机泵的开、停与切换操作6.2 冷换设备的投用与切除6.3 关键部位取样操作程序及注意事项第七章 事故处理预案497.1 事故处理原则7.2 紧急停工方法7.3 事故处理预案7.4 事故处理预案演练规定第八章 操作规定668.1 定期操作规定8.2 操作规定第九章 仪表控制系统操作法 699.1 DCS系统概述9.2 主要工艺操作仪表逻辑控制说明及工艺控制流程图（PID）9.3 装置自保的逻辑控制说明第十章 安全生产及环境保护7110.1 安全知识10.2 安全规定10.3 装置防冻防凝措施10.4 本装置历史上发生的主要事故、处理方法及经验教训10.5 本装置易燃易爆的安全性质：爆炸范围、闪点、自燃等10.6 本装置主要有害介质（易燃、易爆、有毒）的有关参数10.7 本装置污染物主要排放部位和排放的主要污染物第十一章 附录7811.1 设备明细表11.2 主要设备结构图11.3 装置平面布置图11.4 安全阀定压值11.5 控制参数报警值11.6 可燃气体和和硫化氢报警仪布置图11.7 装置消防设施布置图11.8 常用基础数据前 言本标准是根据中国石化洛阳设计院设计及生产实际情况提出，并经操作运行检验可行。本标准作为指导、组织装置生产依据。本标准对生产工艺参数指标、设备仪器、质量标准方面均做了具体的要求，并由生产技术、机动、安全、技术监督等部门修订，公司技术总经理审核。本标准由中国石油华北石化公司生产技术处提出。本标准由中国石油华北石化公司质量安全环保处归口。本标准起草单位：中国石油华北石化公司二联合车间。本标准主要起草人： 胡建斌 赵著禄本标准于2005年1月1日起实施。 装 置 负 责 人 生 产 技 术 处 机 动 处 质量安全环保处 主 管 领 导管理和使用方法1.操作规程的遵守1.1操作规程规定了管理人员和操作人员必须严格按照指定的操作路线执行指定的操作。1.2如在操作过程中出现事故，装置负责人可以指挥当前的操作返回上一个稳定的操作状态。1.3严禁对已经执行的操作重新标记，如果需要重新操作可以使用另外一份操作规程，原规程存档备查。1.4在一些特殊条件下，装置负责人可以根据具体情况调整操作，在操作完成后必须备案并说明原因。2.在操作规程上做标记2.1标记通常由内操作员在控制室进行；2.2标记在每项具体操作以及确认状态的前面的操作性质代号内；2.3为了避免外操作员频繁往来于现场和控制室之间，方便外操作员准确执行操作，可以为外操作员提供一份编好页码、注明日期的操作规程复印件。但有两个要求：l 外操作员必须执行内操作员指定的操作，不得擅自执行其他操作；l 操作结束后，操作规程复印件由装置负责人收回。2.4在操作规程中一些涉及安全和特殊操作，根据情况需要班长或者外操作员进行标记或者复查；2.5由于一些生产的操作连续性要求，会造成在操作过程中操作员来不及去做标记，可以在连续操作结束后再做标记，但这种情况必须在操作规程中说明，可以采用组操作的形式出现。3.更新和更正3.1操作规程在实施前的必须进行检验和更正，以确保在正式实施中满足要求。3.2在设备、装置改造后，要及时组织有关人员对操作规程进行更新，使得操作规程严格符合装置和生产的需要。4.使用方法4.1操作性质代号说明动作的性质，分别用“( ) - ”、“ - ” 和“ - ”表示确认、操作和安全，即：状态确认用( ) - 表示；操作过程用 - 表示；安全事项用 - 表示。4.2操作者代号表明操作者的岗位名称。班长用M表示，内操用I表示，外操用P表示。操作者代号填入上述操作性质代号中，两者组合使用。例如：-试压完毕后，容器泄压要缓慢(I)-确认C4中金属离子含量小于2ppmM-联系调度引C4进装置72MTBE装置操作规程第一章 工艺技术规程1.1 装置概况1.1.1 装置简介中国石油华北石化分公司二联合车间甲基叔丁基醚(MTBE)装置于2003年11月破土动工，2004年5月基本建成。该装置可行性研究报告编制及装置设计由中国石化洛阳设计院承担，施工单位主要由华北石油管理局油田建设公司承担。 该装置采用国产技术设备，利用气分装置生产的混合碳四馏分和外购甲醇为原料，以QRE-01、D-006大孔径强酸性阳离子交换树脂为催化剂，反应生成MTBE。MTBE为高辛烷值油品，以生产高标号汽油。MTBE装置工艺技术选用“化工型”固定床反应段、混相床加催化蒸馏、脱盐水萃取工艺。装置公称设计能力为7万吨/年MTBE产品。装置设计时采用如下原则：采用可行性研究报告推荐的普通型混相膨胀床催化蒸馏组合工艺。MTBE产品及未反应C4分别送至系统油品罐区储存。1.1.2 工艺原理本装置以一联合气体分离装置生产的混合碳四馏分和外购甲醇为原料，在树脂催化剂的作用下发生醚化反应生成甲基叔丁基醚（MTBE）。该装置工程规模为7万吨/年（MTBE产品计），装置的实际生产能力取决于原料碳四中异丁烯的含量。在所提供的原料碳四中异丁烯的含量为20%（wt）的基准设计条件下，装置年产甲基叔丁基醚（MTBE）7万吨。1、设计原则(1) 本装置设计以混合碳四原料中异丁烯含量18-20%（wt）为设计基准点。(2) 本装置以QRE-01、D-006大孔径强酸性阳离子交换树脂为催化剂，本装置不考虑催化剂的活化和再生。(3) 本装置所得未反应碳四馏分，作为民用液化气使用。2、生产方法及原理(1) 反应方法及原理碳四馏分中的异丁烯和工业甲醇，以大孔径强酸性阳离子交换树脂为催化剂，在温度4070、压力0.70.9Mpa操作条件下，于混相合成甲基叔丁基醚（MTBE），反应方程式如下：(CH3)2-C=CH2 + CH3OH (CH3)3 -C-O-CH3 + Q该反应为可逆放热反应，在25时，两液相反应热为-37KJ/mol。按热力学定律，温度升高有利于加快反应速率，但不利于生成MTBE, 反应温度越低，选择性越好，但反应速度减慢。为保证较高转化率，但又不使反应温度过高，一般反应温度控制在4070，另外在反应条件下，尚存在下列副反应：(CH3)2-C=CH2 + H2O (CH3)3-C-OH2 CH3OH CH3-O-CH3 + H2O2(CH3)2-C=CH2 (CH3)3-C-CH2-CH2CH=CH2原料中所含水分和异丁烯反应，生成叔丁醇（TBA）；甲醇缩合生成二甲醚（DME）；异丁烯自聚生成低聚物(DIB)。反应条件选择适当及限制原料的含水量，副反应可得以控制。叔丁醇及异丁烯低聚物也具有较高的辛烷值，可随同MTBE调入汽油。合成甲基叔丁基醚的主反应选择性较高（9899%），异丁烯转化率大于90%，副反应生成物有限。碳四馏分中异丁烯之外的其他组分在反应条件下为惰性物质。原料中的碱性物质和金属阳离子是反应催化剂的毒物，限制这些毒物含量不超过2ppm，随着操作过程的延续，上述毒物将与树脂催化剂进行离子交换，会使部分催化剂丧失活性。(2) 产品分离反应产物中含有甲基叔丁基醚、副反应生成物、未反应碳四中约1%（wt）左右的残余甲醇及未转化的异丁烯，甲醇和碳四馏分在一定压力下可形成共沸物。基于以上原因，采用催化蒸馏技术，可实现剩余异丁烯的大部分转化和MTBE产品中基本不含有甲醇，MTBE纯度高于98%，而塔顶馏出物中的MTBE含量不大于50ppm。3、生产方案及流程特点该装置工艺方案采用普通型混相膨胀床催化蒸馏组合工艺合成MTBE技术。装置由反应、产品分离部分和甲醇回收部分二部分组成，其特点如下：(1) 采用混相膨胀床技术，在泡点下操作，通过反应压力来调节物料的汽化率，从而达到对反 应温度及反应转化率的控制。由于充分利用了反应热，降低重沸器热量，从而达到了节能的目的。此外，反应物料自下部进入反应器，在一定的线速下，催化剂颗粒呈膨胀状态，且催化剂颗粒有轻微扰动，这大大加快了床层内的质量传递和热量传递，从而避免局部过热所造成的催化剂寿命缩短、催化剂结块等不良现象，同时也减少了二甲醚（DME）副反应的发生。(2) 转化率高。在反应蒸馏段，采用了边分离边反应的多段分离和反应技术，不断打破合成MTBE的反应平衡，使化学反应不断向生成MTBE的方向进行，异丁烯的总转化率可达98%以上。(3) 在反应后期，为避免因催化剂活性降低所造成的异丁烯转化率的下降，可提压操作，使反应温度提高，加快反应速度。(4) 催化剂采用齐鲁石化研究院生产的QRE01氢型大孔强酸阳离子交换树脂，此催化剂交换当量高，低温活性好，耐高温，强度大。(5) 萃取塔采用清华大学新型专利GS3型梅花挠性扁环填料，其特别适合于液液萃取系统，具有传质性能优异，通量大，阻力降小和成本较低等显著优点。4、生产制度每年连续生产8000小时。1.1.3 工艺流程说明、生产流程简述(1) 原料配制、混相反应部分 从气体分馏装置来的C4馏分进入该装置原料罐 V401。用原料泵P401A/B升压送至C4-甲醇混合器MI401。从装置外来的原料甲醇进入甲醇原料罐V402，经甲醇原料泵P402A/B一路按甲醇/异丁烯1.15（摩尔比）配比后送至反应进料混合器MI401，经充分混合后进入离子过滤器SR401/SR402，过滤原料中所携带的金属离子，再经反应进料预热器E401进入反应器R401，另一路送至甲醇净化器V411，经充分净化后最后进入催化蒸馏塔T401。醚化反应器R401中装有17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（3070）下，反应进料自下而上流经R401树脂催化剂床层发生醚化反应，在此异丁烯转化率达到90左右。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气化吸收反应热以控制反应温度在适当的范围，在反应条件下尚有少量的副反应：异丁烯和水反应生成叔丁醇（TBA）,异丁烯自聚生成二聚物(DIB),甲醇缩合生成二甲醚（DME）,正丁烯与甲醇生成甲基仲丁基醚（MSBE）。反应条件选择适当可使副反应控制在有限范围内。反应产品从膨胀床顶部出来，气液混相进入催化蒸馏塔T401反应段下部，甲醇与未反应C4以共沸物形式从T401顶馏出，馏出物经催化蒸馏塔顶冷凝器E402冷凝后进入催化蒸馏塔回流罐（V403）。用催化蒸馏塔回流泵（P403A/B）从V403抽出的冷凝共沸物，一部分作为T401的回流返回T401顶，另一部分作为萃取塔T402的进料。T401底部MTBE产品经MTBE冷却器E404冷却后，自压到装置外MTBE产品罐贮存。T401底部设有催化蒸馏塔重沸器E403，由0.8Mpa蒸汽供热。(2) 催化蒸馏塔及产品分离部分醚化反应器R401产物进入催化蒸馏塔进料-MTBE产品换热器E410与MTBE产品换热后，进入催化蒸馏塔T401。催化蒸馏塔分为三个部分。塔下部为提馏段，采用规整填料；塔中部为反应段，反应段装有12吨干基催化剂，分十段床层；塔上部为精馏段，采用规整填料。从甲醇净化器V411来的补充甲醇也进入催化蒸馏塔T401的反应段下部。在反应段物料里的剩余异丁烯与甲醇继续反应生成MTBE产品，MTBE在塔内不断地被分离，使反应不断地向深度进行，以达到异丁烯更高的转化率。在T401的操作条件下，甲醇与碳四形成共沸物，共沸物从塔顶流出，流出的绝大部分经塔顶冷凝器E402冷凝，小部分气相则通过热旁路调节阀PV4002A1后与冷凝液混合后进入塔顶回流罐V403，以控制塔的压力。为控制催化蒸馏塔的压力，设计时考虑了分程控制：主路为冷凝液液相进入调节阀PV4002A2及塔顶回流罐V403，另一路气相通过热旁路调节阀PV4002A1进入塔顶冷凝液液相，最后一路通过塔顶回流罐V403 顶的放空线上的调节阀PV4002B。催化蒸馏塔T401底部流出为MTBE产品，该物流依靠塔底压力压出，经与塔T401进料在E410换热后，再经MTBE产品冷却器E404冷却至40，送往装置外MTBE产品罐区贮存。催化蒸馏塔T401底部液位通过液位调节阀LRCA-4005控制。(3) 产品分离-甲醇回收部分反应剩余甲醇与剩余碳四的混合物，用萃取塔进料泵P403A/B从回流罐抽出，经萃取塔进料冷却器E405冷却送入甲醇萃取塔下部，萃取水由萃取水泵P404A/B送至甲醇塔进料换热器E407A/B,再经萃取塔冷却器E406冷却后，从萃取塔T402上部打入。在萃取塔T402中甲醇与剩余碳四的混合物为分散相，萃取水为连续相，两液相连续逆向流动，使甲醇被水所萃取。从催化蒸馏塔顶来的甲醇-4共沸物经萃取塔进料冷却器E405冷却后，由塔底部经进料入口分布器，呈分散相进入塔内。塔顶进入从甲醇塔T403底送来的循环萃取水，经逆流萃取后，甲醇几乎全部溶于水中。萃余相4馏分由塔顶进入未反应4罐V405脱除水分，经脱除水分后未反应4由未反应4泵P406A/B送往罐区用作民用液化石油气。萃取液为甲醇水溶液，从塔底排至回收塔闪蒸罐V408，以闪蒸出溶解的烃类。萃取塔T402的压力由塔顶出口管线的压力调节阀PRCA4010控制，塔顶界面由塔底排出管线上的液位调节阀LRCA4007控制。甲醇回收塔T403进料回收由塔进料泵P407A/B从闪蒸罐V408中抽出，经回收塔进料-萃取水换热器E407A/B换热后进入T403。T403顶流出为甲醇、微量水和烃的混合物，进塔顶冷却器E408冷凝，进入回流罐V404，回流罐为常压操作，罐顶可能有微量烃气体混合物、少量甲醇，经放空管进入脱盐水补充罐(V406)放入大气。冷凝液用甲醇回收塔回流泵P405A/B抽出，其中大部分作为回流送入T403顶部，少部分送至甲醇罐V402循环使用。 T403底排出物为基本不含甲醇的水，由萃取水泵P404A/B送至甲醇塔进料换热器E407A/B换热，并经萃取水冷却器E406冷却后送至萃取塔T402顶部用作萃取剂。 T403底部设有甲醇塔重沸器E409，由0.8Mpa蒸汽供热。1.1.4 工艺原则流程图（PFD）见附录11.2 工艺指标1.2.1 原料指标1原料质量指标名 称 项 目 单 位 指 标控制单位混合碳四 丙烷%（wt） 0.1 一联合 异丁烯 18-22 碳五 0.6 金属离子 5ppm甲醇原料 甲醇%（wt） 99.3 物资部 水 0.71.2.2 半成品、成品指标1半成品、成品指标 名 称 项 目 单 位 指 标控制单位 MTBE MTBE%（wt）98(扣除碳五)二联合车间 DIB0.6 甲醇0.5 碳四0.5 碳五实测 未反碳四 甲醇50ppm二联合车间 MTBE50ppm 二甲醚实测1.2.3公用工程（水、电、汽、风等指标）1.用电量 序 号 使 用 地 点 电压 V 设备数量台 设备容量KW轴功率 KW年工作时间h年用电量104KW.h 备 注 操作 备用 操作 备用1P401A/B 380 1 1 37 37 24.5 8000 19.62P402A/B 380 1 1 11 11 5.4 8000 4.33P403A/B 380 1 1 45 45 20.6 8000 16.54P404A/B 380 1 1 75 75 4.0 8000 3.25P405A/B 380 1 1 7.5 7.5 4.5 8000 3.66P406A/B 380 1 1 37 37 21.5 8000 17.27P407A/B 380 1 1 5.5 5.5 2.4 8000 1.98照明 220 10 3000 3.09 合计 92.9 69.32.压缩空气用量 序 号 使用地点及用途 用量（标）m3/min 备注 非净化 净化 正常 最大 正常 最大 1仪表用 2 2.4 连续 2吹扫 2 2.4 间断合 计 2 2.4 2 2.43.氮气用量 序 号 使用地点及用途用量（标）n m3/min压力 MPa纯度要求(wt%) 备注 正常最大 1 置换用 2 1.0 99.99 间断 2 开停工用 3 1.0 99.99 间断3 合计 2 34.蒸汽、循环冷却水、新鲜水、脱盐水用量 序号 名 称 使用地点及用途用量（标） t/h压力 MPa 备注 1 蒸汽E401/E403/E409 9.0 0.8 连续 2循环冷水 E402/E404/E405/E408 650 0.5 连续 3新鲜水 公用工程站 0.8 0.5间断 4脱盐水 公用工程站 0.8 0.5间断1.2.4 主要操作条件1.反应器R401工艺操作条件 项 目 反应器（R401） 温 度 进料 40.0 出料 67.2 压 力 Mpa 入口 1.0（绝） 出口 0.9（绝）2.T401/T402/T403工艺操作条件 项 目 催化蒸馏塔 (T401) 萃取塔(T402) 甲醇回收塔 (T403) 温 度 进料 68.5 40 85 塔顶65.0 40 66.1 塔底 139 40 110.7 回流罐 55 / 63.7 压 力 Mpa (绝) 塔顶 0.8 0.6 0.11 塔底 0.85 0.9 0.15 回流罐 0.75 / 0.10 回流比(wt) 1.0 5.5：1（料水比） 10.01.2.5 原材料消耗、公用工程消耗及能耗指标1.催化剂用量 序号催化剂名称催化剂型号使用地点年用量一次装入量预期寿命备注1 干基氢型阳离子交换树脂 D-006 R401 17吨 17吨 一年订货需另增5%装填损失2干基氢型阳离子交换树脂 QRE-01 T401 12吨 12吨 二年3干基氢型阳离子交换树脂 D-006 V411 1.5吨 1.5吨 二年4干基氢型阳离子交换树脂 D-006 SR401 8.5吨 8.5吨 半年5干基氢型阳离子交换树脂 D-006 SR402 8.5吨 8.5吨 半年注：订货时须按干基重量折合成湿基重量。2. 公用工程消耗及能耗指标序号 项目消耗量 t/h设计能耗KW能耗折算系数MJ/t单位能耗MJ/t产品1 循环冷却水 610 t/h709.974.19292.12新鲜水 0.5 t/h0.997.120.413除盐水 0.5 t/h13.3896.35.5041.0Mpa（G）蒸汽 7.4 t/h6540.783182.002691.065蒸汽凝结水 7.4 t/h-658.39320.30-270.886电力986000Kwh405.3611.84166.777净化压缩空气180Nm3/h79.501.5932.718非净化压缩空气180Nm3/h58.501.1724.079氮气180Nm3/h314.006.28129.1910污水0.3 t/h-2.7933.49-1.157461.283069.79第二章 操作指南2.1反应系统操作指南2.1.1 反应系统操作原则1. 保持原料碳四及甲醇量的稳定，不能随意改变原料运行，否则容易引起反应床层温度波动或产品质量不合格。2. 及时调整反应醇烯比。3. 保持反应器和催化蒸馏塔反应稳定并控制在工艺指标之内，随时注意反应温度的变化。4. 温度、压力对异丁烯转化率都有影响，调整时应视具体情况选择调节，不能同时调节。5在反应初期，因催化剂活性较高，可在较低温度下进行；在反应后期因催化剂活性较低应适当提高反应温度，以提高异丁烯的转化率。2.1.2 反应系统正常操作法2.1.2 反应系统正常操作法1、控制R401顶压力是本岗位的操作关键。2、反应器的压力的高低决定了反应器床层的温度、反应器内物料的汽化率。3、控制好反应器进料中醇烯比是控制好MTBE产品转化率和质量的关键。4、原料中C3轻组分含量过多时，T401压力控制不稳，当E402循环水全开仍不能将压力控制在相应指标内（0.8Mpa），可在V403顶排放不凝气体以控制压力的平稳。5、控制回流罐液面在工艺指标内，保持T402进料相对稳定。6、回流比直接影响共沸塔的操作，当回流比过大，其它条件不变，则塔底组成变轻。塔顶产品收率下降，同时若进料量一定，塔内气相速度提高，易产生雾沫夹带，降低塔板效率，回流比过小，塔顶组分变重，达不到产品质量的要求，使产品分离的效果降低，影响正常生产。7、根据化验分析R401出口异丁烯及甲醇的含量及时调整醇烯比。8、小幅度的调整R401进料温度，控制R401床层温度处在最理想反应温度状态。严禁超温,防止烧坏催化剂。 9、如未反应碳四中含有MTBE50ppm(wt%)，及时调整T401顶回流温度，回流量或塔底温度确保塔顶产品合格。10、根据灵敏板的温度变化趋势，及时调整操作。2.1.3反应系统非正常操作法1、 醇烯比变化的原因及处理方法A 原因(1) 碳四中异丁烯含量发生变化。(2) 碳四流量发生变化而甲醇流量没有随之发生变化。(3) 甲醇的纯度发生变化。(4) 甲醇流量发生变化而碳四流量没有随之发生变化。(5) 原料碳四或甲醇流量测量仪表不准。B 处理方法(1) 根据异丁烯在原料碳四中的含量，及时调整甲醇流量使其醇烯比在指标范围内。(2) 调整碳四流量或甲醇流量使其醇烯比在指标范围内。(3) 调整甲醇量，满足因甲醇纯度而引起的变化。(4) 调整甲醇量或碳四流量使其醇烯比在指标范围内。(5) 联系仪表校表FRCA4003或FRCA4004。2、 反应器温度变化的原因及处理方法A 原因(1) 反应器进料温度发生变化。(2) 反应器进料量发生变化。(3) 进料醇烯比发生变化。(4) 原料中轻组分或重组分含量发生变化。B 处理方法(1) 调整E401蒸汽凝液的流量。(2) 稳定反应器R401的进料量。(3) 调整进料中甲醇的流量。(4) 联系调度，通知上游调整操作，使原料碳四各组份保持稳定。1、 反应器压力发生变化的原因及处理方法A 原因(1) 进料温度发生变化。(2) 反应器进料量的大小发生变化。(3) 反应器进料组分的轻重发生变化。(4) 反应器顶压控阀PRCA4001失灵。B 处理方法(1) 调节进料温度在工艺指标范围内。(2) 调节反应器进料流量使之稳定。(3) 联系调度，通知一联合车间调整操作，使原料碳四各组份保持稳定。(4) 联系仪表进行处理反应器顶压控阀PRCA4001。4、 反应器出口异丁烯转化率低的原因及处理方法A 原因(1) 醇烯比低于设定值。(2) 反应器内床层温度低。(3) 反应器的压力控制较低。(4) 进料量过大，停留时间短。(5) 催化剂的活性降低。B 处理方法(1) 调整甲醇量是醇烯比在规定的工艺指标内(1.15)。(2) 调整反应器的进料温度在规定的工艺指标内(3070)。(3) 提高反应器压力在规定的工艺指标内(0.70.8Mpa)。(4) 减少反应器的进料量增加反应时间。(5) 在反应后期提高进料温度确保反应器床层温度控制在(6570)。5、 反应器出口TBA(叔丁醇)超标的原因及处理方法A 原因(1) 开工初期反应系统设备和管线有残存水或原料带水严重。(2) 开工初期催化剂本身带水。(3) 生产中回收甲醇带水严重。B 处理方法(1) 开工前将反应系统设备和管线的残存水吹扫干净同时严格控制原料的含水量。(2) 开工前使用甲醇将催化剂的水脱除在10%左右为宜。(3) 调整操作将回收甲醇含水量控制在0.5%以下。6、 反应器出口DIB(异丁烯自聚物)增多的原因及处理方法A 原因(1) 醇烯比小于设定值1.15。(2) 甲醇与原料碳四混合不均匀。 B 处理方法(1) 将醇烯比控制在设定值1.15。(2) 检查在线混合器MI401是否堵塞。7、 反应器出口DME(二甲醚)增多的原因及处理方法A 原因(1) 醇烯比大于设定值1.15。(2) 甲醇与原料碳四混合不均匀。 B 处理方法(1) 将醇烯比控制在设定值1.15。(2) 检查在线混合器MI401是否堵塞。8、 T401压力超高的原因及处理方法A 原因(1) 循环水温度升高。(2) 循环水水量小。(3) 进料中轻组分含量偏高。(4) 冷却器结垢冷却效率降低。(5) 加工量过大冷却器的换热面积不够。(6) 塔底重沸器蒸汽流量过大。B 处理方法(1) 通知调度降低循环水温度。(2) 通知调度加大循环水的流量。(3) 把循环水来、回水阀全开，若T401压力仍超高，可在V403顶经排放阀PV4002B排不凝气。(4) 加大循环水的流量或用反冲洗等方法解决冷却器内壁结垢问题。(5) 降低生产加工量。(6) 减小塔底重沸器蒸汽流量。9、 T401顶压力偏低原因及处理方法A 原因(1) 塔顶冷凝冷却器循环水量太大。(2) 塔底、塔顶温度偏低。(3) 塔顶压力调节仪表PRCA4002失灵。B 处理方法(1) 减少循环水的流量。(2) 增大T401再沸器的蒸气流量。(3) 联系仪表校表PRCA4002。10、 T401底温过高的原因及处理方法A 原因(1) 塔顶压力偏高。(2) 塔底重沸器蒸气流量过大。(3) 塔底产品中DIB等杂质太多。B 处理方法(1) 降低T401顶的压力。(2) 减小重沸器的蒸汽流量。(3) 及时调整反应进料的混合碳四的流