烷基化装置分解幻灯片

1、 v 硫酸烷基化是以催化裂化的液态烃经气体 精馏分离出来的C4组分中的异丁烷和丁烯 为原料，以98%-89%的硫酸为催化剂，在 低温下液相反应生成高辛烷值汽油组分 烷基化油的加工工艺过程。装置全流程分 为反应、制冷、流出物精制和分馏四个部 分，其中反应部分主要是在催化剂的作用 下，异丁烷和丁烯反应生成烷基化油， v制冷部分是在压缩机的作用下，利用反应产 物中大量的异丁烷减压汽化吸收热量，维持 反应在低温液相下进行，同时为反应系统提 供足够的循环冷剂，保证低温进料和反应器 的分子比；流出物精制是将反应生成的烷基 化油经过酸洗和碱洗，除去烷基化油中的酸 性酯类物质，分馏部分主要是将经过精制系 统的

2、烷基化油经过脱异丁烷塔、脱正丁烷塔 和再蒸馏塔分离出异丁烷、正丁烷和最终产 物异辛烷的过程。 v装置的主要特点是：采用STRATCO流出物制冷工 艺，取代了氨冷技术，消灭了氨泄漏造成的环 境污染，节省了制冷剂；利用高位酸沉降罐和 反应器构成的乳液循环，改善了反应条件，抑 制了副反应的发生，提高了产品质量，降低了 硫酸消耗；制冷部分采用外甩冷剂带走系统丙 烷工艺，取消了丙烷塔系统，节省了投资，减 少了能耗，方便了操作；全装置采用先进的DCS 自控系统，优化了操作，降低了操作强度。 v国内外硫酸烷基化装置现在所用的工艺基本有 两种，即以立式氨冷反应器为主的硫酸烷基化 工艺和以STRATCO反应器为

3、主的硫酸烷基化工艺， 立式氨冷反应器为主的硫酸烷基化工艺因其去 热方式和酸系统间歇式的操作已逐渐被STRATCO 硫酸烷基化工艺所取代；同国内STRATCO硫酸烷 基化工艺相比较，反应系统基本相同，分馏系 统根据厂家生产方案的不同，我厂有设三塔操 作，即可生产车用异辛烷，又可生产航空异辛 烷，其余厂家均设一塔操作，只生产车用异辛 烷，相比之下，各有长处。 二、原、辅助材料主要性质及各项指标 原料性质 无色、无臭气体，不溶于水，易溶于乙 醇，与空气形成爆炸混合物，易燃易爆。 原料指标 加工方案 项目 航空异辛烷车用异辛烷控制部门 丁烷-丁烯丁烷-丁烯 纯度9595质检中心 C3含量22质检中心

4、C5含量33质检中心 iC4o:C4=1.5：11.5：1质检中心 辅助材料： v催化剂性质及主要技术规格 主要成分：H2SO498%(m/m) 物化性质：无色透明粘稠液体。能与水任意比 例混合，浓硫酸有氧化性。与有机化合物起磺化 作用，98%硫酸密度：1.84 kg/m3 分子量：98 v化学药品性质计主要技术规格 主要成分： NaOH10(m/m) 物化性质：白色易潮解的固体，有块、片、 棒、粒等形状。溶于水并大量放热，水溶性呈 碱性。密度：2.12kg/m3,熔点：318.4 化工材料指标 项目 硫酸烧碱 指标 纯度 98% NaOH 15 三、产品说明 ： 产品名称： 异辛烷 异丁烷

5、正丁烷 重化物 v物理、化学性质 v异辛烷：沸点99.238，冰点-107.373， d420=0.692，无色或淡黄色易挥发液体， 具有特殊的气味。不溶于水，易溶于苯、 二硫化碳、醇等。闪点-50，爆炸极限 1.3%-6%。易燃，其蒸汽与空气可形成爆 炸性混合物。遇明火、高热极易燃烧爆炸。 与氧化剂能发生强烈反应。其蒸汽比空气 重，能沿低处扩散到相当远处，遇明火会 引起回燃。灭火剂用泡沫、干粉、二氧化 碳，用水灭火无效。 v异丁烷：沸点-11.2，冰点- 159.605，d420=0.557，无色有味气 体，微溶于水，易溶于乙醚，与空气形 成爆炸混合物。爆炸极限1.8%-8.5%。 易燃、易

6、爆、低毒、窒息。灭火剂用泡 沫、雾状水、二氧化碳。 v正丁烷：沸点-0.5，冰点-138.362， d420=0.579，无色有味气体，微溶于水， 易溶于乙醚，与空气形成爆炸混合物。 爆炸极限1.86%-8.41%。易燃、易爆、 低毒、窒息。灭火剂用泡沫、雾状水、 二氧化碳。 v重化物：d420=0.775-0.81，闪点28- 45，爆炸极限1.4%-7.5%，自燃点 380-425，淡黄色有味液体，易燃， 卫生容许最高浓度300毫克/米3。 产品指标 项目 初 馏 10%50%干点腐蚀胶质颜色碘值外观 水溶 性 酸 碱 单位铜片 mg1 00 mL gL1 00 g 车用 异辛烷 2101

7、级4.0水白8.0 透明 无 水 杂 无 航空 异辛烷 4 2 6 8 1031751级2.0水白 透明 无 水 杂 无 四、烷基化反应原理 v烷基化反应原理烷基化反应原理 v 烷基化是指烷烃与烯烃的化学加成反应，烷基化是指烷烃与烯烃的化学加成反应， 在反应中烷烃分子中的活泼氢原子的位置被在反应中烷烃分子中的活泼氢原子的位置被 烯烃所取代，烷基化装置原料是以催化裂化烯烃所取代，烷基化装置原料是以催化裂化 气体中异丁烷和异丁烯、丁烯气体中异丁烷和异丁烯、丁烯-1-1为主。烷基为主。烷基 化常用的酸性催化剂有硫酸、磷酸、氢氟酸、化常用的酸性催化剂有硫酸、磷酸、氢氟酸、 三氯化铝等，本装置使用的催化

8、剂为硫酸。三氯化铝等，本装置使用的催化剂为硫酸。 v烷基化油以其辛烷值高（研究法辛烷值烷基化油以其辛烷值高（研究法辛烷值 为为94-9894-98、马达法辛烷值可达、马达法辛烷值可达90-9590-95），）， 调和性能好，有理想的挥发性和清洁的调和性能好，有理想的挥发性和清洁的 燃烧性能等突出特征而成为优质汽油调燃烧性能等突出特征而成为优质汽油调 和组分。和组分。 vCH3 CH3 CH3 v H2SO4 vHC CH3+CH2= C CH3 CH3 C CH2 CH vCH3 CH3 CH3 CH3 v以上反应是烷基化过程中希望的主反应， 同时还会发生裂化反应、环化反应、聚 合反应、歧化反

9、应、自身烷基化反应， 形成催化剂复合物及酯的副反应，减少 副反应，对烷基化反应过程是极其关键 的 五、流程叙述 经加氢预处理后的经加氢预处理后的MTBEMTBE尾气与循环异丁烷混合后进尾气与循环异丁烷混合后进 反应产物与原料换热器（反应产物与原料换热器（E-1/AE-1/A、B B、C C），与反应产），与反应产 物换冷至物换冷至1313，与循环冷剂混合进入反应器，与循环冷剂混合进入反应器(R-1/A(R-1/A、 B)B)，在硫酸催化剂的作用下反应，生成烷基化油。，在硫酸催化剂的作用下反应，生成烷基化油。 反应产物与硫酸自反应器反应产物与硫酸自反应器(R-1/A(R-1/A、B)B)流出至酸

10、沉降流出至酸沉降 罐罐(D-2/ A,B)(D-2/ A,B)沉降分离沉降分离, , 分出的硫酸大部分返回至反分出的硫酸大部分返回至反 应器循环使用至浓度应器循环使用至浓度8989以下，少部分排至废酸储罐以下，少部分排至废酸储罐 （D-16D-16）。流出物经减压阀减压后至反应器）。流出物经减压阀减压后至反应器(R-1/A(R-1/A、 B)B)管程取走反应热后，在吸入闪蒸罐管程取走反应热后，在吸入闪蒸罐(D-3)(D-3)中反应侧中反应侧 分出气液两相。液相由反应产物泵分出气液两相。液相由反应产物泵(P-2/A(P-2/A、B)B)送至精送至精 制系统。制系统。 D-3D-3顶部的气相作为冷

11、剂，经压缩机顶部的气相作为冷剂，经压缩机(C-1/A,B)(C-1/A,B)入入 口分液罐口分液罐(D-5/A(D-5/A、B)B)分出凝液后，进压缩机分出凝液后，进压缩机(C-1/A,B)(C-1/A,B) 压缩至压缩至0.58MpaG,0.58MpaG,再经冷剂冷凝器（再经冷剂冷凝器（E-2/AE-2/A、B B、C C）冷）冷 凝冷却至凝冷却至3232后至冷剂缓冲罐后至冷剂缓冲罐(D-4)(D-4)，一部分作为循环，一部分作为循环 冷剂返回吸入闪蒸罐冷剂返回吸入闪蒸罐(D-3)(D-3)闪蒸侧分出气液两相，液相闪蒸侧分出气液两相，液相 用冷剂循环泵（用冷剂循环泵（P-3/AP-3/A、B

12、 B）送至反应系统与原料混合）送至反应系统与原料混合 后至反应器后至反应器(R-1/A(R-1/A、B)B)，气相经压缩机，气相经压缩机(C-1/A,B)(C-1/A,B)入口入口 分液罐分液罐(D-5/A(D-5/A、B)B)分出凝液后，进压缩机分出凝液后，进压缩机(C-1/A,B)(C-1/A,B)。 系统多余的冷剂，用外甩冷剂泵（系统多余的冷剂，用外甩冷剂泵（P-4/AP-4/A、B B）抽出）抽出 部分冷剂，与部分冷剂，与1010的的NaOHNaOH混合后，经外甩冷剂碱洗混混合后，经外甩冷剂碱洗混 合器（合器（M-3M-3）进入外甩冷剂碱洗罐）进入外甩冷剂碱洗罐(D-6)(D-6)，沉

13、降分出碱，沉降分出碱 液后送出装置或至异丁烷罐（液后送出装置或至异丁烷罐（D-14D-14）。）。 吸入闪蒸罐中反应侧的流出物在吸入闪蒸罐中反应侧的流出物在E-1/AE-1/A、B B、C C中中 与与 原料换热后，再经酸洗混合器（原料换热后，再经酸洗混合器（M-1M-1）与）与9898的新硫酸的新硫酸 混合后进入反应产物碱洗罐（混合后进入反应产物碱洗罐（D D7 7）脱除硫酸酯，酸相）脱除硫酸酯，酸相 至至R-1/AR-1/A、B B，油相与，油相与1010NaOH,NaOH,经碱洗混合器（经碱洗混合器（M-2M-2）混）混 合后进入反应产物碱洗罐（合后进入反应产物碱洗罐（D-8/AD-8/

14、A）脱除酸性物）脱除酸性物, ,碱相循碱相循 环使用、定期排出系统。油相经反应产物二级沉降罐环使用、定期排出系统。油相经反应产物二级沉降罐 （D-8/BD-8/B）脱除碱性物后，经）脱除碱性物后，经T-1T-1进料与产品换热器（进料与产品换热器（E-E- 4 4）、）、T-1T-1进料加热器（进料加热器（E-5E-5）加热至）加热至7070后进入脱异丁后进入脱异丁 烷塔烷塔(T-1)(T-1)分离。分离。 T-1T-1顶分出的异丁烷经顶分出的异丁烷经T-1T-1顶冷凝器（顶冷凝器（E-6/A,B)E-6/A,B)冷至冷至 4040后进入后进入T-1T-1顶回流罐（顶回流罐（D-9D-9），异丁

15、烷由），异丁烷由T-1T-1回流泵回流泵 （P-6/AP-6/A、B B）自）自D-9D-9抽出，一部分打回抽出，一部分打回T-1T-1顶作回流，顶作回流， 大部分循环异丁烷返回反应系统与原料混合，少部分过大部分循环异丁烷返回反应系统与原料混合，少部分过 剩异丁烷送出装置或送至剩异丁烷送出装置或送至D-14D-14。 T-1T-1底烷基化油自压进入脱正丁烷塔底烷基化油自压进入脱正丁烷塔(T-2)(T-2)， T-2T-2顶分出正丁烷，经顶分出正丁烷，经T-2T-2顶冷凝冷却器（顶冷凝冷却器（E-E- 8/A,B8/A,B）冷凝冷却至）冷凝冷却至4040后进入正丁烷罐（后进入正丁烷罐（D-D-

16、1010）, , 由由T-2T-2回流泵（回流泵（P-9/AP-9/A、B B）抽出，一部）抽出，一部 分打回流，一部分送出装置。分打回流，一部分送出装置。 在生产车用汽油方案时，在生产车用汽油方案时， T-2T-2底烷基底烷基 化油经化油经E-4E-4与与T-1T-1进料换热，再经进料换热，再经T-3T-3顶冷凝冷却顶冷凝冷却 器（器（E-11E-11）冷却后进入航汽组分罐（）冷却后进入航汽组分罐（D-13/AD-13/A、 B B）, ,或直接出装置。或直接出装置。 生产航空汽油方案时，生产航空汽油方案时，T-2T-2底烷基化油自压底烷基化油自压 进入再蒸馏塔进入再蒸馏塔(T-3)(T-3

17、)。T-3T-3顶航空汽油组分经顶航空汽油组分经E-4E-4 与与T-1T-1进料换热后，再经进料换热后，再经T-3T-3顶冷凝冷却器（顶冷凝冷却器（E-E- 1111）冷却后进入）冷却后进入T-3T-3顶回流罐（顶回流罐（D D1111）, ,再用再用T-T- 3 3回流泵（回流泵（P-9/ AP-9/ A、B B）抽出，一部分打回流，）抽出，一部分打回流， 一部分进一部分进D-13/ AD-13/ A、B,B,定期用航空汽油组分输送定期用航空汽油组分输送 泵（泵（P-15P-15）送出装置。）送出装置。 T-3T-3底重烷基化油经重烷基化油冷却器（底重烷基化油经重烷基化油冷却器（E-E-

18、1313）冷却后，进入重烷基化油罐）冷却后，进入重烷基化油罐(D-12),(D-12),再用重再用重 烷基化油泵（烷基化油泵（P-10P-10）定期送出装置）定期送出装置。 装置含酸、碱等系统的安全放空经装置含酸、碱等系统的安全放空经AV001#AV001#密密 闭排放至酸性气分液罐（闭排放至酸性气分液罐（D D1818），气相经酸性），气相经酸性 气碱洗罐（气碱洗罐（D D1919）中和后，中性气进入放空分）中和后，中性气进入放空分 液罐（液罐（D-20D-20）分出凝液后，气相排至火炬系统。）分出凝液后，气相排至火炬系统。 D-18D-18分出的酸相进入中和池（分出的酸相进入中和池（D D

19、2121）用）用NaOHNaOH中中 和后，装车拉至指定的渣物填埋厂填埋。和后，装车拉至指定的渣物填埋厂填埋。D-18D-18 分出的油相经收酸泵（分出的油相经收酸泵（P-12P-12）送回）送回R-1/AR-1/A、B B 六、主要操作条件 加工方案 项目 航空异辛烷车用异辛烷 反应温度 4-124-12 反应器压力MPa0.35-0.50.35-0.5 外分子（v/v） 8：18：1 硫酸浓度%(m/m)98-8998-89 D-5压力MPa00 1、反应系统操作条件 2、分馏系统操作条件 加工方案加工方案 项目项目 航空异辛烷航空异辛烷车用异辛烷车用异辛烷 塔塔-1-1压力压力 MPaM

20、Pa 0.55-0.650.55-0.650.55-0.650.55-0.65 塔塔-1-1顶温顶温 43-5843-5843-5843-58 塔塔-1-1低温低温 60-10060-10060-10060-100 塔塔-2-2顶温顶温 38-5538-5535-5535-55 塔塔-2-2压力压力 MPaMPa 0.35-0.450.35-0.450.35-0.450.35-0.45 塔塔-2-2底温底温 90-14590-14575-13075-130 塔塔-3-3顶温顶温 8080 塔塔-3-3底温底温 95 95 七、烷基化的能耗 、物耗 时间时间 项目项目 20022002年年200

21、32003年年20042004年年 硫酸硫酸114.58114.58128.52128.52138.63138.63 烧碱烧碱0.430.430.510.510.850.85 新鲜水新鲜水0.080.080.110.110.060.06 循环水循环水23.8923.8911.8511.8513.6513.65 电电141.96141.96153.56153.56161.18161.18 高压蒸汽高压蒸汽0.140.140.120.120.110.11 低压蒸气低压蒸气 0.720.720.730.730.760.76 能耗能耗 112.24112.24110.26110.26114.26114

22、.26 八、烷基化的物料平衡 时间时间 项目项目 20022002年年收率收率20032003年年收率收率20042004年年收率收率 总原料总原料493904939065641656416106661066 其中：碳四其中：碳四474584745865641656416086660866 丁烯丁烯-2-2193219320 0200200 异辛烷异辛烷346623466270.1870.18459434594369.9969.99444464444672.7872.78 重化物重化物324832486.586.58398439845.995.99316331635.185.18 尾气尾气11

23、0921109222.4622.46152481524823.2323.23129701297021.2421.24 损失损失 3883880.780.785205200.790.794874870.80.8 开工时间开工时间 5676567664.7964.796802680277.6577.656844684477.9177.91 九、装置改造方案 v原料油脱水 烷基化反应器进料要严格控制水含量，国内尚无满足 该工艺要求的设备，装置内已有一台引自美国Peteollte 电脱水器内件，经实际生产运行证明使用效果不好，因 此，为了净化方应器进料，降低酸耗和减小设备损失， 利用上游同步配套改造的

24、轻碳四选择性加氢装置区，增 设了脱二甲醚塔措施，可将烷基化原料中的水含量脱至 100PPm以下，并且在改造时，在D-1顶加压力控制阀门， 来满足D-1脱水的压力条件。 v装置现有的Stratco反应器系统采用美 国Stratco公司的流出物致冷和卧式接 触式反应器技术，并引进一台产能为 6.5万吨/年的Stratco反应器，扩改后 的烷基化装置获得需要增加一台反应 器，并配套增加算沉降罐一具，和老 反应器进行并联运行，来达到提高处 理量的目的。 v根据现场实际运行情况表明，反应产 物碱洗效果不理想，产品碱腐蚀不合 格，因此，在保留现有精制系统的基 础上，增加二级碱沉降罐，以延长反 应产物的沉降停留时间。 v分馏系统的脱异丁烷塔、脱正丁烷塔、再蒸馏 塔塔盘采用处理能力大操作弹性大的“T”排条 形浮阀塔盘，三塔实际处理能力可达到12万吨/ 年，可满足烷基化装置扩改的需求。但是装置 存在实际的问题，主要是再蒸馏塔的分馏精度 低。该塔原是按照轻关键组分航气和中关键组 分重烷基化油清晰分割下进行设计制造投用的 实际塔顶底产品分离效果达不到原设计要求， 采用高效塔盘（原设计产品收率63.29%，实际 收率小于55%，产品干点设计不大于175，实际 干点不大于145 ） 。 v目前装置制冷系统压缩机的