2-PH生产工艺操作条件优化分析

2-PH生产工艺操作条件优化分析

王海晓

（国能包头煤化工有限责任公司 内蒙古 包头 014000）

摘要：本文主要介绍了内蒙古某煤化工公司2-PH装置的概况、2-PH主要性质、该装置工艺路线的选择及优势等，重点阐述了该装置自投产以来遇到的一些典型的操作方面的问题，以及针对这些典型操作问题进行的有针对性的优化调整，使装置的生产潜力得到进一步提升。

关键词：选择背景；操作条件；优化

一、装置概况

内蒙古某煤化工公司2-丙基庚醇(2-PH)装置属于碳四综合利用项目的一个工段，主要包括PSA(变压吸附)单元、2-PH单元、罐区储存单元等。PSA单元主要是利用变压吸附原理从来自甲醇中心较高氢碳比的原料合成气中分离出多余的氢气，配比成氢碳比约为1:1的合成气，为2-PH单元提供合成气和氢气；2-PH单元羰基合成系统采用低压羰基合成技术，年设计2-PH负荷为6万吨，年设计运行时间为8000h，操作弹性为70%～110% 。

二、2-PH主要性质 

2-丙基庚醇的英文名称为2-Propyl-1-Heptanol,简称2-PH,分子式为C10H22O,相对分子量为158.3，化学结构式为：CH3CH2CH2CH2CH2CH(CH2CH2CH3)CH2OH。2-PH在常温下为无色透明液体，密度为0.84g/cm3,沸点为210℃，能溶于一般有机溶剂,几乎不溶于水。它的化学性质与一般长碳链脂肪醇相似[1]。

三、工艺路线选择背景及优势

根据当时项目建设时期国内外状况，利用低压羰基合成技术生产2-PH主要有三种原料路线：丁烯-1路线、混合丁烯（只利用丁烯-1）路线和混合丁烯（丁烯-1、丁烯-2均可利用）路线[2]。某煤化工公司煤制烯烃项目MTO装置副产相对廉价的煤基混合碳四，鉴于该公司PE（聚乙烯）装置对丁烯-1的需求，以及丁烯-1的成本问题，丁烯-1路线和混合丁烯（只利用丁烯-1）路线不在该项目考虑范围之内。

MTO装置副产的煤基混合碳四经过烯烃分离装置后进入碳四综合利用项目的MTBE /丁烯-1工段，通过选择加氢反应将1，3丁二烯转化为丁烯-1，提高了有用组分丁烯-1的含量，通过引入甲醇发生醚化反应将异丁烯转化为MTBE（甲基叔丁基醚），通过精馏系统提纯出丁烯-1组分，丁烯-1组份作为PE装置的共聚单体使用。除去了1、3丁二烯、异丁烯及绝大部分丁烯-1组分后，剩余混合碳四作为原料进入2-PH工段，该混合碳四的组分及含量如下表所示[3]。由表1可以看出丁烯-1和丁烯-2的总含量约90wt％左右，其中大部分为顺、反丁烯-2，为生产2-PH提供了以丁烯-2为主的廉价的混合丁烯原料，因此混合丁烯（丁烯-1、丁烯-2均可利用）路线是本装置的最佳选择路线。 

表1  2-PH单元碳四原料组成

异丁烯    丁烯-1    1，3－丁二烯    反丁烯-2   顺丁烯-2  正丁烷 其他

0.002～0.2%   2.4%         4ppm          50.7%      39.8%      7%    0.1%

碳四综合利用项目的建设，很好的解决了MTO装置副产的碳四出路问题，不仅将煤基混合碳四中的异丁烯转化为MTBE，而且解决了PE装置共聚单体丁烯-1的来源问题，更重要的是本项目采用低压羰基合成工艺技术，充分利用了混合丁烯中的丁烯-2生产出具有高附加值的2-PH产品。该项目使煤基混合碳四中各组分基本上都得到了充分的利用，充分挖掘了煤基混合碳四潜能，为公司带来良好的经济效益，进一步增强了公司的竞争能力。  

四、典型操作条件优化分析

（一）优化低压羰基操作条件降低配体催化剂的单耗。

配体催化剂是羰基化反应的关键配位体，正常生产时加剂周期约为每周一次，年设计消耗量约7吨，该催剂为国外某化学公司独家供应催化剂，价格昂贵（大约450万/吨），且消耗量较大，是装置的关键生产成本。由于无同类装置可以借鉴，开工初期装置的运行参数、工艺操作条件等不太合理，没有找到最佳的工艺生产条件，导致配体催化剂消耗较大，增加了生产成本。  

鉴于上述情况，为了降低配体催化剂的单耗，对该配体催化剂消耗的相关因素进行了分析研究。经分析发现该配体催化剂很容易分解，并且对杂质十分敏感，微量的氧、铁屑等很容易造成该催化剂的损失。引起损失的原因可能有以下几个：①物理磨损（可以忽略），②与金属铁、镍等结合损失，③氧化损失，④操作条件下的PH值低，⑤配体浓度等。经过半年的数据收集、分析与总结、最后发现萃取塔的PH低和配体浓度两项因素影响最大，通过调节这两项参数改善效果也最明显。针对以上问题，通过采取以下措施:①稳定缓冲溶液计量泵的流量、维持萃取塔底部PH值6.8-6.9之间，避免PH值过低分解加速；②适当降低反应器配体的补加量，维持其浓度在设计值范围之内，避免浓度过高分解加速；③提高人员操作水平,稳定操作条件等。最终将配体的单耗控制在合适范围，与调整之前相比单耗降低了0.04kg/t，该年度可以节约配体催化剂0.04 *40000 =1200kg（该年度计划生产2-PH 4万吨），节约资金约1.2t*450 =540万。   

（二）优化低压羰基反应系统温度提高羰基转化率

2-PH装置2014年7月份投料试车成功后，受工艺包设计偏差及市场销售的影响，装置负荷一直不高，且反应初期，催化剂反应活性较高，羰基合成反应温控制在设计温度附近时，反应比较剧烈，不易控制，不利用于长周期稳定操作，因此反应温度控制在68℃左右，装置初期温度控制与设计温度存在一定偏差。在技改更换装置单向阀消除限制负荷瓶颈之后，装置逐渐实现满负荷运行，2-PH产量亦稳步提高，同时随着运行时间的增加，催化剂活性也逐渐降低，温度的控制值没能及时调整，不在最佳的反应温度条件下，因此2-PH平均收率一直未达到设计值。2018年平均收率为85%左右，平稳运行的几个月中2-PH产品最大月平均收率也仅为88%左右，与工艺包设计值收率存在较大差距，装置生产单耗大成本亦相对较高。 

为了增加碳四转化率提高2-PH产量，对低压羰基合成系统反应温度进行优化。在稳定碳四进料满负荷、原料气氢碳比（0.98-1）的前提下，对羰基合成反应温度自68℃开始按照0.5℃/2天的速度逐步提升反应温度至72℃。通过上述调整，发现随着温度的上升，未反应碳四采出量也逐渐减少，最终每小时少采出约400kg/h，说明原料碳四的转化率逐渐增加；但温度达到72℃时羰基合成反应器因反应活性过大反应温度不易控制，调整比较困难，且副反应增多；71-71.5℃时反应活性较好，原料碳四转化率较高，考虑到温度越高配体催化剂分解速度也会加快，综合经济因素反应温度71℃为最佳温度。

（三）优化预精馏塔操作条件

通过定期的分析数据可以知道预精馏塔釜排放的重组分抽余2-PH（燃料油）中2-PH的含量很高，约4/5左右的组分都是2-PH，且当时塔釜排放量也很大，与设计排放量有较大的差距，2-PH损失较大，且回流量也远高设计值，为维持塔内气液平衡，再沸蒸汽量也一直维持在较高的水平，增加能耗。高再沸蒸汽量也使预精馏塔塔釜维持在较高的温度下运行，温度的升高又会进一步导致重组分的生成。针对2-PH损失较大、能耗偏高及潜在生成重组分的问题，逐步对预精馏塔进行优化，确定满负荷下塔釜的最佳稳定排放量及最佳的回流量和再沸蒸汽量。

在稳定系统操作且满负荷的前提下，通过调整逐步降低塔釜重组分去抽余2-PH的采出量，尽可能多的回收塔釜排放的2-PH。为保证2-PH产品纯度合格（2-PH≥87%、碳10醇≥99.5%），重组分含量应≤0.5%。调整过程中塔釜回收量调整幅度开始时为50kg/2天，当2-PH产品中重组分涨至0.2%时，调整幅度降低为20kg/2天。当产品中重组分含量达到0.4%时，优化调整结束。通过调整塔釜排放量，最终确定最佳排放量在工艺包设计值附近，比调整之前多回收产品约210kg/h左右。

塔釜的最佳稳定排放量确定之后，逐步优化预精馏塔回流量及塔釜蒸汽量。结合2-PH产品分析数据，在保证产品中重组分的含量≤0.5%前提的下，逐步降低回流量到工艺包设计值附近，再沸蒸汽量也随着回流量的降低逐渐减少了约0.8t/h左右，塔釜温度也逐渐降低了3℃左右。经过优化调整预精馏塔逐渐达到最佳生产状态，能耗得到进一步降低，重组分生成的潜在风险也得到了很好的控制。

通过对一些典型的操作条件的不断优化调整，进一步深挖了2-PH装置的生产潜力，运行情况也逐渐达到最佳状态，产量也逐年提高，2021年在检修一个半月的情况下仍生产出满负荷的2-PH产品，说明上述优化调整的效果是非常明显的，对同类装置的优化运行、增产增效有一定的借鉴意义。

参考文献

[1] 涂万辉,李杰.利用MTO工艺副产的混合C4生产2-丙基庚醇[J].中氮肥, 2012(5):3.

[2] 郭浩然,朱丽琴.增塑剂醇的新选择——2-丙基庚醇[J].石油化工技术经济,2006, 22(6):6.

[3] 颜文革.煤化工C4生产2-丙基庚醇的优势[J].内蒙古石油化工,2013(24):4.

作者简介：王海晓（1983.05--），性别：男，民族：汉族，籍贯：河北邢台，学历：本科，研究方向： 精细化工。