烷基化装置操作规程(修改版)

1、烷基化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89%-98%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，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，

2、分馏部分主要是将经过精制系统的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。装置共有设备95台，其中主要设备包括：STRATCO公司的卧式流出物致冷反应器、制冷压缩机装置的主要特点：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。历年大修的改造情况：本烷

3、基化装置始建于1965年，1966年元月正式投产。为我国第一套烷基化装置，采用立式氨冷反应器进行生产，设计能力为1.5万吨产品/年。随着石油工业的发展，1984年在原有装置的基础上进行扩建改造。使生产能力提高到4.3万吨产品/年。1996年由于引进美国STRATCO公司的卧式流出物致冷反应器而进行的以节能、降耗、扩产为目的的装置改造使烷基化从原有的四十年代工艺水平提高到八十年代初期水平。改造后的硫酸烷基化与MTBE组成联合装置，采用DCS控制，首期生产能力为6.5万吨产品/年，并预留12万吨产品/年的加工能力，以适应远期的炼厂发展规划。1999年根据装置实际运行情况，针对设计缺陷，装置进行了一

4、下改造： 由于设计原料泵P-1/A、B出口流量无法满足进料要求，经过核算，将两台离心泵改装为老烷基化装置两台蒸汽往复原料泵；b、由于受T-1压力波动的影响，D-8/A反应产物碱洗罐压力波动大，使碱洗液沉降效果不好，造成分馏系统带碱，产品腐蚀不合格，设备腐蚀严重，为了增加碱的沉降时间，在D-8/A顶部加两组压力控制阀，解决了T-1压力对D-8/A压力的影响；2005年随着炼油厂催化裂化装置处理能力的大大提高，轻碳四组分的产量增大，烷基化装置在原有的6.5万吨产品/年的基础上进行了扩建改造，使生产能力提高到11.3万吨产品/年。1.1.2工艺原理1.1.2.1基本原理1.烷基化反应原理烷基化是指烷

5、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烯烃所取代，该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-1为主。烷基化常用的酸性催化剂有硫酸、磷酸、氢氟酸、三氯化铝等，本装置使用的催化剂为硫酸。 烷基化油以其辛烷值高（研究法辛烷值为94-98、马达法辛烷值可达90-95），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和组分。烷基化主要的化学反应方程式为：2.反应机理 异构烷烃与烯烃的催化烷基化反应可以用阳碳离子机理来解释，其主要反应历程为：1）烯烃与氢离子（由酸催化剂提供）的加成反应（首先催化剂上的质子加成到烯烃的双键上）生成阳碳离子CnH2n

6、 + H+ CnH2n+1 +2）烯烃阳碳离子与异丁烷反应生成新的阳碳离子（即生成的阳离子从异丁烷的叔碳离子上获得负氢离子，异丁烷生成叔丁基阳离子）3）叔丁基阳离子与烯烃的加成反应叔丁基阳离子在双键上加成是烷基化反应决定性的一步：4）Cn+4H2n+9+离子与异丁烷反应生成烷基化油（生成的阳离子与异丁烷反应进行氢转移生成烷基化油和叔丁基碳离子，后者维持阳碳离子键，继续进行反应），反应式如下：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。3.产品分馏原理 完成烷基化反

7、应后，须将反应产物进行分离，才能得到目的产品。产品分馏是把反应产物（烷基化油、正丁烷、异丁烷的混合物）用物理的方法，把多组分的混合物进行多次的汽化与冷凝，按产品的沸点范围分割开来，生产出烷基化油、异丁烷、正丁烷、重烷基化油，这一过程是在分馏塔中实现的。1）精馏过程：精馏过程是在装有很多塔盘或填料的精馏塔中进行的，原料进入精馏塔的进料段（本装置为气液混合进料），进入塔后的原料，其汽相部分向上升，液相部分向下降，从而使进料中各组分分离。 塔顶流出的轻组分经冷凝器冷凝后进入回流罐，用回流泵抽出，部分作为回流打入塔内，部分作为塔顶产品送出，塔底设有重沸器，进一步加热塔底液体，使液体中轻组分挥发上升，不

8、能被汽化的液体从塔底流出作为塔底产品送出，沿塔自上而下，温度逐渐升高，塔顶温度最低，塔底温度最高，温度呈梯度变化。2.精馏原理 精馏过程是液相多次的部分汽化与汽相多次的部分冷凝相结合的过程，或者说精馏是不平衡的汽液两相逆向多次接触的双向传质传热过程。d、化学处理原理化学处理部分是酸性气碱中和，中和池和流出物及外甩冷剂碱洗的实质都是进行酸与碱的中和，其反应方程式为：H2SO4+2NaOH = Na2SO4+2H2O硫酸与氢氧化钠反应生成硫酸钠盐(Na2SO4)和水(H2O),等当量的硫酸与氢氧化钠完全反应，其溶液为中性。酸性介质不能直接排入污水，避免给污水处理场的冲击。1.1.3工艺流程说明1.

9、1.3.1装置主要工艺特性说明1.反应系统经加氢预处理后的MTBE尾气与循环异丁烷混合后进反应产物与原料换热器（E-1/A、B、C），与反应产物换冷至13，与循环冷剂混合进入反应器(R-1/A、B)，在硫酸催化剂的作用下反应，生成烷基化油后。反应产物与硫酸自反应器(R-1/A、B)，流出至酸沉降罐(D-2/ A,B)沉降分离, 分出的硫酸大部分返回至反应器循环使用至浓度89以下，少部分排至废酸储罐（D-16）。流出物经减压阀减压后至反应器(R-1/A、B)管程取走反应热后，在吸入闪蒸罐(D-3)中反应侧分出气液两相。液相由反应产物泵(P-2/A、B)送至精制系统。装置含酸、碱等系统的安全放空密

10、闭排放至酸性气分液罐（D18），气相经酸性气碱洗罐（D19）中和后，中性气进入放空分液罐（D-20）分出凝液后，气相排至火炬系统。D-18分出的酸相进入中和池（D21）用NaOH中和后，装车拉至指定的渣物填埋厂填埋。D-18分出的油相经收酸泵（P-12）送回R-1/A、B2.制冷系统D-3顶部的气相作为冷剂，经压缩机(C-1/A,B)入口分液罐(D-5/A、B)分出凝液后，进压缩机(C-1/A,B)压缩至0.58MpaG,再经冷剂冷凝器（E-2/A、B、C）冷凝冷却至32后至冷剂缓冲罐(D-4)，一部分作为循环冷剂返回吸入闪蒸罐(D-3)闪蒸侧分出气液两相，液相用冷剂循环泵（P-3/A、B）送

11、至反应系统与原料混合后至反应器(R-1/A、B)，气相经压缩机(C-1/A,B)入口分液罐(D-5/A、B)分出凝液后，进压缩机(C-1/A,B)。为了拖出过剩的冷剂，用外甩冷剂泵（P-4/A、B）抽出部分冷剂，与10的NaOH混合后，经外甩冷剂碱洗混合器（M-3）进入外甩冷剂碱洗罐(D-6)，沉降分出碱液后送出装置或至异丁烷罐（D-14）。3. 精制系统吸入闪蒸罐中反应侧的流出物在E-1/A、B、C中 与原料换热后，再经酸洗混合器（M-1）与98的新硫酸混合后进入反应产物碱洗罐（D7）脱除硫酸酯，酸相至R-1/A、B，油相与10NaOH,经碱洗混合器（M-2）混合后进入反应产物碱洗罐（D-8

12、/A）脱除酸性物,碱相循环使用、定期排出系统。油相经反应产物二级沉降罐（D-8/B）脱除碱性物后，经T-1进料与产品换热器（E-4）、T-1进料加热器（E-5）加热至70后进入脱异丁烷塔(T-1)分离。4. 分馏系统T-1顶分出的异丁烷经T-1顶冷凝器（E-6/A,B)冷至40后进入T-1顶回流罐（D-9），异丁烷由T-1回流泵（P-6/A、B）自D-9抽出，一部分打回T-1顶作回流，大部分循环异丁烷返回反应系统与原料混合，少部分过剩异丁烷送出装置或送至D-14。 T-1底烷基化油自压进入脱正丁烷塔(T-2)，T-2顶分出正丁烷，经T-2顶冷凝冷却器（E-8/A,B）冷凝冷却至40后进入正丁烷

13、罐（D-10）, 由T-2回流泵（P-9/A、B）抽出，一部分打回流，一部分送出装置。在生产车用汽油方案时， T-2底烷基化油经E-4与T-1进料换热，再经T-3顶冷凝冷却器（E-11）冷却后进入航汽组分罐（D-13/A、B）,或直接出装置。生产航空汽油方案时，T-2底烷基化油自压进入再蒸馏塔(T-3)。T-3顶航空汽油组分经E-4与T-1进料换热后，再经T-3顶冷凝冷却器（E-11）冷却后进入T-3顶回流罐（D11）,再用T-3回流泵（P-9/ A、B）抽出，一部分打回流，一部分进D-13/ A、B,定期用航空汽油组分输送泵（P-15）送出装置。T-3底重烷基化油经重烷基化油冷却器（E-13

14、）冷却后，进入重烷基化油罐(D-12),再用重烷基化油泵（P-10）定期送出装置。1.1.3.2其它辅助系统流程1.水装置水由系统供给新鲜水和循环水，循环水分别进入E-10、E-11、E-13、压缩机的油冷器和各机泵做冷却水用，出来汇合后，进入系统循环水回水线。新鲜水用做反应产物碱洗罐稀释水。2.除盐水系统除盐水由系统进入装置后，进除盐水缓冲罐D-26，再由P-17/A、B分别输送到空冷E-2/A、B、C、E-6/A、B以及E-8/A、B水箱，作为空冷的冷却水。3.含油污水系统D-1、D-9、D-10、D-11底部脱水和泵的冷却水属含油污水，排至隔油池之后，经含油污水管网去工业水厂处理。4.蒸

15、汽1）1.0a蒸汽由全厂系统供给1.0a（表）左右的饱和蒸汽经过压力控制阀进入装置后分为3支：一支去T-1重沸器E-7，出来后进D-29，通过D-29液面就地控制阀后进D-28进行扩容分液，冷凝水进全厂冷凝水管网，汽相进全厂乏汽管网；一支去碱加热器E-3，出来后进D-28进行扩容分液，冷凝水进全厂冷凝水管网，汽相进全厂乏汽管网；还有一支分别进装置的消防汽幕。2）3.0a蒸汽 3.0a蒸汽，进入装置后分2路。一路去T2底重沸器，出来后进D30，通过D-30液面就地控制阀后进D-27进行扩容分液，汽相进入装置1.0a蒸汽管网再使用，液相进入D-28进行扩容，冷凝水进全厂冷凝水管网，汽相进全厂乏汽管

16、网；另一路去T3底重沸器，出来后进D31，通过D-31液面就地控制阀后进D-27进行扩容分液，汽相进入装置1.0a蒸汽管网再使用，液相进入D-28进行扩容，冷凝水进全厂冷凝水管网，汽相进全厂乏汽管网。3）0.3a蒸汽0.3a蒸汽主要用于装置内的管线、机泵和仪表伴热线的热源，一部分是从D-28顶供给的，另一部分来自管网4）风本装置由空分供给仪表风与高压仪表风，仪表风进入装置后经过除尘器后，进仪表风缓冲罐（D-24）后分别至装置各个控制阀。高压仪表风进入装置后，经过除尘器进入高压仪表风缓冲罐D-34后，进装置压缩机控制系统和装置的2个在线仪表房。5）氮气 氮气由全厂总管网进来后分为两支，一支作为装

17、置反应器机封的润滑系统的润滑油储罐的恒压介质；另外一支作为装置反应系统的吹扫介质。1.1.4工艺原则流程图1.2工艺指标1.2.1原料指标 % (V/V) 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C3含量22质检部C5含量33质检部iC4o:C4=1.5：11.5：1质检部 1.2.2化工材料技术指标项目硫酸烧碱指标纯度98%NaOH101.2.3半成品指标产品恩氏蒸馏 （）腐蚀胶质碘值颜色外观水溶性酸及碱机械杂质及水分密度初馏点10%50%终馏点铜片mg/100ml克碘/100克Kg/m3航空用异辛烷组分426810317012.0水白透明无水杂无实测车用异辛烷组分21

18、014.08.0水白无无实测1.2.4公用工程指标项目蒸汽压力循环水压力循环水温度工业风压力仪表风压力单位MPaMPaMPaMPa指标0.400.25260.25控制部门机动处机动处机动处机动处1.2.5主要操作条件加工方案项目航空异辛烷车用异辛烷D-1压力MPa0.601.00.601.0R-1/A反应温度412412R-1/B反应温度412412R-1/A压力MPa0.350.50.350.5R-1/B压力MPa0.350.50.350.5反应总进料外分子比（v/v）8：18：1硫酸浓度%（m/m）89988998D-5/A压力MPa00D-5/B压力MPa00塔-1压力MPa0.550.

19、650.550.65塔-1顶温43604358塔-1底温6010060100塔-2压力MPa0.350.450.350.45塔-2顶温38553555塔-2底温9014575130塔-3顶温80塔-3底温95注：操作条件以工艺卡片的指标为准。1.2.6原材料消耗、公用工程消耗及能耗消耗1.2.6.1综合能耗设计能耗标定能耗2004年能耗106.7千克标油/吨115.7千克标油/吨114.26千克标油/吨1.2.6.2动力消耗序号消耗指标名称设计数值及单位2004年实际数值及单位备注1新鲜水7t/h2619t/a间断2循环水71.1t/h649918 t/a3软化水8.3t/h33971 t/a

20、4中压蒸汽3.249t/h5221 t/a5主蒸汽9.671t/h36114 t/a6低压蒸气0/7氮气360NM3/h22665 t/a检修用8仪表空气46.4 NM3/h1476810 t/a9工业风360 NM3/h/检修用10电16724000kwh7673389 t/a11蒸汽凝液-11.3t/1.2.6.3主要原材料消耗 序号消耗指标名称数值及单位达标值及单位2004年实际备注1催化剂 98%硫酸1233 kg /h130kg/t产品138.63 kg/t产品2化学药品 NaOH13.2kg /h0.95 kg/t产品0.85 kg/t产品第二章操作指南2.1 反应系统操作指南2.

21、1.1 岗位任务与职责2.1.1.1烷基化装置班长岗位岗位任务与职责1.班长岗位任务 全面负责装置各岗位操作人员的管理，完成车间交给的各项生产任务。负责装置正常生产、开停工及事故处理。负责组织协调班组全体人员对本装置的安全生产和产品质量进行把关，接受调度室的生产指挥，要与装置、三修及其他辅助车间配合协调生产，接受技术人员的业务指导，保证生产正常运转，安排并指导本班工作。2.班长岗位职责1）班长是全班各项活动的组织者，当班期间对装置生产、安全、设备、质量、环保以及班组人员的人身安全负责。2）全面负责反应、分馏、压机等系统的内外操管理，开停工及事故处理。3）全面负责装置对外流程，公用工程，物耗和消

22、耗。4）协调各系统操作，解决生产中出现的问题，保证执行工艺卡片。5）每两小时对全装置巡回检查一次，掌握装置运行状况及设备运行情况，监督检查各岗位劳动纪律，科运法执行情况以及记录的准确性，真实性。6）组织班员维护好区域卫生，完成车间交给的各项任务。7）全面负责班组的防冻防凝，防暑降温工作，贯彻落实防冻防凝，防暑降温措施。8）对违章的现象予以批评制止，对不听劝阻者有停止当班工作不与考勤的权力。9）遇有危险及装置设备，人身安全的紧急情况时，有采取应急措施的权力。10）组织搞好班组建设，开展班组各项活动。2.1.1.2烷基化装置反应内操岗位岗位任务与职责1.反应内操岗位任务负责反应系统、精制系统的安全

23、生产调节，对装置的反应效果及产品腐蚀负责，接受调度室的生产指挥，接受并完成车间领导布置的各项任务，接受技术人员的业务指导，保证生产正常运转。2.1反应内操岗位职责1）本岗位对当班反应系统的安全生产起着重要作用，协助班长搞好班组的各项管理工作。2）严格执行工艺卡，操作规程，搞好装置平衡操作确保实物质量合格，降低装置物耗，能耗。3）负责装置内所有反应器、容器、冷换设备、控制阀、仪表的正确使用，确保安全生产。4） 负责本装置酸、碱的收入工作。5）对有碍本岗位安全，平稳操作的作为，有向班长提出要求处理的权力。2.1.1.3烷基化装置反应外操岗位岗位任务与职责1. 反应外操岗位任务负责反应系统、精制系统

24、的安全生产调节，对本岗位的设备运行情况、脱水情况负责；接受调度室的生产指挥；要与装置、三修及其他辅助车间配合协调生产，接受并完成车间领导布置的各项任务，接受技术人员的业务指导，保证生产正常运转。2. 反应外操岗位职责1）本岗位对装置能否安全生产，顺利完成生产任务起着工序之间的连带作用。2）做好反应内操助手，搞好平稳操作，确保安全生产。3）负责反应系统动、静设备的正确使用和管理，做好维护保养，安全生产。4）操作、安全、设备遇有问题，及时向内操和班长汇报，在班长的指挥下做出正确处理。5）负责做好本装置酸、碱的检尺和收入工作。6）对有碍本岗位安全，平稳操作的作为，有向班长提出要求处理的权力。7）负责

25、管理本岗位含硫污水，污水井处理的工作确保含硫污水合格。2.1.1.4烷基化压缩机岗位的任务和职责1.压缩机岗位任务负责压缩机组的安全运行及状态监测，做好联合机组的维护和保养工作，配合反应岗位搞好正常生产。1.4.2压缩机岗位职责1.本岗位对安全生产起着重要作用，本岗位人员向反应岗位和班长负责。2.负责对岗位所属压缩机、容器、空冷、泵及管线、阀门、仪表的正确使用和维护保养。3.按时按点检查，认真填写运行记录。4.运行设备出现异常情况，及时向班长汇报，在班长和反应岗位的配合下迅速处理。5.检查压缩机润滑油各项控制指标，负责润滑油分析采样。6.负责检查本岗位空冷系统的运行状况。7.负责本岗位一般事故

26、的处理，配合钳工、电工检修，参加设备试车验收工作。8.负责搞好本岗位润滑油器具的管理，搞好设备区域卫生，并保持清洁。2.1.2 反应系统操作原则严格执行反应岗位的工艺操作工艺卡片，按生产方案要求，控制合理的反应温度，保证反应器系统、制冷系统的正常生产和平稳运行。负责本岗位的开停工和事故处理，确保反应器的正常运转；做好本岗位工艺设备及相关工艺管线巡检和日常维护工作，特别是加强重点设备和部位的检查，严格做好交接班制度和数据的原始记录。系统出现波动要及时汇报和处理，确保装置“安、稳、长、满、优”运行。做好日常机泵的运行操作和维护，确保机泵的平稳运行，保证整个装置的安全平稳。反应岗位注意监控2台反应器

27、运行情况，根据原料性质调整反应温度，确保反应系统的各项指标合格，减少酸耗。了解原料带水对系统的影响，能够迅速准确判断原料带水及相应的处理方法。熟悉紧急状况下反应系统处理的方法，以确保反应系统生产安全。反应系统的原料主要是催化裂化装置的轻碳四组分a.反应成份：反应成份主要是原料中的烯烃和异丁烷组分。2.1.3装置收酸a、 当系统脱水和赶空气后，确保酸贮罐与系统设备管线内不存水。b、 联系82泵房，吹扫试通进装置新酸线，酸线试通后，继续吹扫30分钟。c、 联系82泵房向酸贮罐容-17/A、B收98%硫酸。d、 收完酸后，酸线内的酸全部扫净，冬季吹扫时间不小于1小时，夏天不小于30分钟。e、 98%

28、酸装置进行计量，在联系82泵房前检空尺，待酸收完后，再检空尺，算出装置实收98%硫酸量。2.1.4装置收碱 确保碱贮罐与系统连接管线内不存水，关好与系统有关的阀门，关闭脱水阀。 联系82泵房向碱贮罐容-23收浓度10-16%的液碱。 装置计量检容-23的前后空尺，计算实收碱量。2.1.5酸浓度2.1.5.1酸浓度（1）酸浓度（2）控制目标：保证反应的正常进行，降低设备腐蚀；（3）控制范围：酸浓度：89-98%（4）控制方式：根据酸浓度的下降幅度用P-11/A、B及时补充新酸，如果酸浓度过低情况下，D-2系统用P-12更换新酸，新酸浓度一般在98%-99%，一般来说酸浓度高、活性越高，烷基化油的

29、收率越高，质量越好。但使用浓度高的发烟硫酸会造成SO3和异丁烷反应，对后序设备造成严重腐蚀。为了得到质量好的工业异辛烷，酸得到最大的利用、最小的消耗，反应系统循环酸浓度控制在89%，用98%的硫酸来调节，过低的酸浓度将对设备造成腐蚀和降低产品质量。正常操作：根据酸浓度来调节P-11/A、B出口流量，以保证硫酸浓度 。异常现象：现象影响因素调整方法酸浓度突然下降幅度变大原料丁二烯含量高调整轻碳四选择性加氢操作原料中带水和含氧化合物平稳T-201操作E-10泄漏切掉E-10反应温度反应温度控制在工艺指标2.1.5.2酸沉降器的加放酸方法（1）D-2酸液面LIA103 LIA801（2）控制目标：保

30、证反应器酸烃比（3）控制范围：20%-40%（4）控制方式： 在异丁烷循环脱水后，确认酸沉降罐内无水并关闭循环酸总阀，进行加酸工作。 加酸前新酸罐进行检尺，以计算加酸量。 改好泵-12至酸沉降罐的阀门。 开泵-12向酸沉降器内进酸、酸加完后停泵。 停泵后关闭打酸线管路上的所有阀门。 当反应器的酸浓度降至90-91%时，启动泵-11通过向反应器内加新酸，同时启用酸流量表。 在向反应器加新酸后，启用酸沉降罐的废酸流量控制，向废酸罐小流量排酸。 控制好反应器的酸浓度和酸沉降罐的酸液面。2.1.6闪蒸罐带酸的处理（1）D-3脱液包酸液面（2）控制目标：降低设备腐蚀，保证产品质量（3）控制范围：脱液包看

31、窗无酸液面（3）控制方式：D-3带酸会造成系统后序设备的腐蚀，所以必须及时由D-3脱液包脱至D-18，由D-18压送到D-16废酸罐正常操作影响因素调整方法酸沉降罐内酸液面（乳化液面）高降低酸沉降罐内的酸液面循环酸浓度较低及酸循环量小增加新酸加入量，提酸循环量酸沉降罐的压力过低或压力波动较大提反应系统压力并稳定D-2压力进料量波动大稳定进料，搞好平稳操作异常处理：现象原因处理方法D-3脱液包酸量突然增多反应器管束漏停工堵漏2.1.7酸烃比例液面计的操作（1）酸烃比例液面计（2）控制目标：保证反应器酸烃比（3）控制范围：1：1（4）控制方式：打开所有阀门，酸烃混合物流过玻璃刻度计，这是由叶轮两端

32、的不同压力完成的，只关闭较低位置阀门，收集真实的样品，充分沉降后，在已校正的玻璃刻度计中看到酸烃比例，为了保证安全，上面的阀门应一直开着。2.1.8反应温度（1）反应温度TI104、TI802（2）控制目标：反应温度控制在指标范围内（3）控制范围：反应温度：4-12（4）控制方式：TI104和TI602是R-1/A、B的反应温度指示，反应温度的控制主要由原料流量、循环冷剂流量和循环异丁烷的流量来控制，反应温度的高低对烃化油的收率、质量及酸耗有影响，反应温度过低，酸与其乳化液粘度增大，使反应原料与酸难于均匀分离，阻碍反应的正常进行，也增大了搅拌功率，容易造成物理跑酸；反应温度过高，副反应增加，使

33、单位产品酸耗增加，产品内在质量变差。正常操作： 影响因素调整方法原料中烯烃含量原料换罐或调整原料量原料含水联系原料罐区脱水，装置加强原料脱水冷剂温度调整冷剂冷却温度，调整防喘振流量原料流量波动缓慢提量、保持操作平衡循环异丁烷温度调节E-6风机转速，调整T-1回流温度双反应器的正常操作：现象原因处理方法R-1/A反应温度高，R-1/B反应温度低R-1/A进料量过大关小 R-1/A总进料手动阀门，控制进R-1/A的总进料量R-1/B反应温度高，R-1/A反应温度低R-1/B进料量过大关小 R-1/B总进料手动阀门，控制进R-1/B的总进料量R-1/A 和R-1/B反应温度同时高，原料中烯烃含量增高

34、；原料量增大；循环冷剂流量低或温度高a) 降原料流量b) 提高循环冷剂流量c) 提高压缩机的抽出量R-1/A 和R-1/B反应温度同时低，原料中烯烃含量降低；原料量小；循环冷剂流量高d) 提原料流量e) 降循环冷剂流量f) 降低压缩机的抽出量异常处理：现象原因处理方法反应温度突然升高原料中烯烃含量过大；原料带水过多，原料控制阀失灵，导致原料流量过大。迅速切断原料，提高循环冷剂流量；检查原料电脱水罐的水量，切掉循环异丁烷冷却器E-10；检查控制阀用上流阀控制原料流量。2.1.9反应压力（1）反应压力 PICA101 PICA801（2）控制目标：保证液相反应（3）控制范围：反应压力：0.35-0

35、.5 MPa（4）控制方式：R-1/A压力控制PICA101和R-1/B压力控制PICA801分别控制R-1/A、B的压力。反应器压力对硫酸烷基化收率无显著影响，系统的压力足够高以保持烷基化反应在液相状态下进行，要求压力控制相对稳定，瞬间的波动将破坏沉降罐内的沉降效果，引起带酸，和系统压缩机保持控制阀前后的压差，利于异丁烷气化取反应热。正常操作： 影响因素调整方法原料流量、循环异丁烷流量、循环冷剂流量波动较大利用原料、循环异丁烷、循环冷剂量控制阀，稳定各自流量原料、冷剂、异丁烷中的丙烷含量较高从冷剂缓冲罐D-4顶部排部分丙烷闪蒸罐的压力较高提高压缩机出口流量，将闪蒸罐压力控制在指标以内异常处理

36、：现象原因处理方法反应压力突然升高大功率减压阀失灵，导致系统憋压。降反应器的总进料量，用控制阀副线调解压力，联系仪表工检查维修。2.1.10 压缩机分液罐带液（1）D-5液面LIA204 LIA803（2）控制目标：防止压缩机带液体 （3）控制范围：液位：0-300mm（4）控制方式：D-5/A液位指示报警LIA204 和D-5/B液位指示报警LIA803只是分液罐的液位报警指示，如果液位过高将会影响压缩机的正常运转，严重的会损坏压缩机，如果分液罐出现液体，将液体压入凝液收集罐D-32，由D-32压倒P-7/A、B进口。影响因素调整方法闪蒸罐两侧的液面过高降低闪蒸罐两侧液面分液罐压力较低提高分

37、液罐压力闪蒸罐液面控制失灵联系仪表工及时处理仪表正常操作：2.1.11压缩机2.1.11.1防压缩机喘振（1）反飞动控制 FIC201 FIC805（2）控制目标：防止压缩机喘振（3）控制范围：压缩机出口流量8000m3（4）控制方式：D-5/A压力控制PIC201，D-5/B压力控制PIC803，D-3温度控制TIC201。控制方式： PIC201和 PIC803控制D-5/A、B的压力， 反飞动流量控制FIC201和 FIC803为主控制FIC202 和FIC804为副控制，主要是从压缩机出口返回D-3补充压力，满足压缩机的入口吸入量，TIC201主要目的是调高D-3的温度，来提高D-3内

38、的介质挥发量，有效的保证压缩机入口有充足的吸入介质，防止喘振。正常操作影响因素调整方法入口阀开度太小入口阀开大反应产气量不足增加循环量，以增大气体量系统压力超高调节D-4压力控制阀防喘振极限控制开关失调或卡住改走控制阀副线，联系仪表工检查调整仪表系统出口阀门开度小出口阀门开大2.1.11.2压缩机出口压力高（1）压缩机出口压力PI203、PI804（2）控制目标：反应温度控制在指标范围内（3）控制范围：0.30-0.5MPa（4）相关参数：D-4压力指示PI202(5)控制方式：C-1/A压力指示PI203和C-1/B出口压力指示PI804指示DCS显示，调节压缩机出口压力主要是调节空冷的风机

39、和水量以及压缩机入口压力，压缩机出口压力高，入口吸入量少，反应温度升高。影响因素调整方法冷剂中丙烷含量高从D-4顶排丙烷E-2的冷却水喷头堵处理冷却水喷头E-2出口温度高开E-2风机D-4压力高调节D-4压力控制阀门2.1.12外分子比（1）总进料外分子比（2）控制目标：保证反应总进料外分子比（3）控制范围：外分子比：8：1（4）相关参数：原料流量控制FIC102，循环异丁烷流量控制FIC103，循环冷剂控制LICA201（5）控制方式： 分子比是指反应器总进料中的异丁烷与烯烃的比例。分子比是影响烷基化油质量的重要指标，在反应器的乳化液中，需要有超量的异丁烷，以便迅速补充酸相中被反应移走的异丁

40、烷。装置设计外分子比为10：1外分子比的计算公式：影响因素调整方法原料烷烯比和流量调节原料流量循环异丁烷纯度和流量调节循环异丁烷流量循环冷剂纯度和流量调节循环冷剂流量2.2分馏系统操作指南2.2.1 岗位任务与职责1.1烷基化装置分馏内操岗位岗位任务与职责1.1.1分馏内操岗位岗位任务负责分馏系统的安全生产调节，对装置的能源消耗及产品质量负责，接受调度室的生产指挥，要与装置、三修及其他辅助车间配合协调生产，接受并完成车间领导布置的各项任务，接受技术人员的业务指导，保证生产正常运转。1.1.2分馏内外操岗位岗位的职责1.本岗位对当班分馏系统的安全生产起着重要作用，协助班长搞好班组的各项管理工作。

41、2.严格执行工艺卡，操作规程，搞好装置平衡操作确保实物质量合格，降低装置物耗，能耗。3.负责分馏系统所有塔、容器、冷换设备、控制阀、仪表的正确使用，确保安全生产。4.负责本装置辅助系统的引入工作。5.对有碍本岗位安全，平稳操作的作为，有向班长提出要求处理的权力。6.负责当班的质量检查和经济核算工作。1.2烷基化装置分馏内外操岗位岗位任务与职责1.2.1分馏外操岗位岗位任务1负责分馏系统的安全生产调节，对装置的能源消耗及产品质量负责，并个回流罐脱水情况负责，接受调度室的生产指挥，要与装置、三修及其他辅助车间配合协调生产，接受并完成车间领导布置的各项任务，接受技术人员的业务指导，保证生产正常运转。

42、1.2.2分馏内外操岗位的职责1.本岗位对装置能否安全生产，顺利完成生产任务起着工序之间的连带作用。2.做好分馏内操助手，搞好平稳操作，确保安全生产。3.负责分馏系统动、静设备的正确使用和管理，做好维护保养，安全生产。4.负责产品的检尺和输送工作。5.负责本装置辅助系统的引入工作。6.操作、安全、设备遇有问题，及时向内操和班长汇报，在班长的指挥下做出正确处理。7.对有碍本岗位安全，平稳操作的作为，有向班长提出要求处理的权力。8.负责管理本岗位含硫污水，污水井处理的工作确保含硫污水合格。2.2.2分馏系统操作原则严格执行分馏岗位的工艺操作工艺卡片，按生产方案要求，控制合理的产品质量，保证分馏系统

43、系统的正常生产和平稳运行。负责本岗位的开、停车及事故处理，做好动力系统的引入工作，根据产品质量要求，生产合格产品；同时负责分馏系统所有的换热器、水冷器、空冷器及机泵的正常运转做好本岗位工艺设备及相关工艺管线巡检和日常维护工作，特别是加强重点设备和部位的检查，严格做好交接班制度和数据的原始记录。系统出现波动要及时汇报和处理，确保装置“安、稳、长、满、优”运行。做好日常机泵的运行操作和维护，确保机泵的平稳运行，保证整个装置的安全平稳。分馏岗位注意监控三塔运行情况，根据反应系统的操作数据和蒸汽系统的压力变化，调整三塔操作，确保分馏系统的各项工艺指标和产品质量合格，减少能耗。了解各塔操作数据对产品馏程

44、中的各项指标的影响，能够迅速准确判断产品质量不合格的原因及相应的处理方法。熟悉紧急状况下分流系统处理的方法，以确保分馏系统生产安全。塔的操作主要把握物料平衡、气液平衡和热量平衡的原则；温度：温度是系统热平衡和物料平衡的关键因素，要想保持系统的平稳操作，就要严格控制好各点的温度。压力：压力控制的平稳与否直接影响产品质量、系统的热平衡和物料平衡，甚至威胁到装置的安全生产。在对塔压力进行调节时要进行全面分析，尽力找出影响塔压的主要因素，进行准确而合理的调整使操作平稳下来。在进行压力调节时要缓慢，不要过猛，不要随便改变给定值，防止大幅度波动造成冲塔事故。液面：液面是系统物料平衡的集中体现，塔底液面的高

45、低将不同程度的影响产品质量，收率及平稳操作，液面过高将会造成携带甚至冲塔现象，液面过低易造成塔底泵抽空，以致损坏设备。所以平衡好各塔液位尤其重要，它是系统稳定操作的基础。分馏系统的原料主要是经过碱洗后反应产物2.2.3塔顶的压力（1）分馏塔压力PIC401 PIC403（2）控制目标：保证介质液相 （3）控制范围：T-1压力：0.55-0.65 MPa，T-2压力：0.35-0.5 MPa（4）相关参数：D-9压力控制PIC402，D-10压力控制PIC404（5）控制方式：PIC401控制T-1压力，PIC403控制T-2压力；压力的改变时，混合物的泡点、露点发生变化，引起全塔的温度变化，影

46、响产品质量；压力的变化使塔的生产能力改变，压力增加，组分的重度增大，它的处理能力增大。T-1的压力正常控制在0.60 MPa左右，T-2的压力正常控制在0.40 MPa左右正常操作影响因素调整方法塔底温度的高低调节塔底蒸汽流量回流温度的高低调节回流温度回流量的大小调节回流量进料温度高低调节进料温度进料流量的大小调整进料流量异常操作现象原因处理方法塔的压力突然升高塔底温度高降塔底温度回流温度高和回流量大降回流温度、降回流量进料温度高降进料温度回流罐液面满降回流罐液面，正常液面维持在1/2-2/3之间2.2.4塔顶温度（1）分馏塔顶温度TI405/1、TI407/1、TI408/1（2）控制目标：

47、保证产品质量（3）控制范围：T-1顶温：4358，T-2顶温：3555（车用异辛烷方案），3855（航空异辛烷方案）T-3顶温：80（4）控制方式：TI405/1、 TI407/1、 TI408/1只是温度指示，顶温的调节主要是由回流和底温来调节，塔顶温度在压力不变的情况下，直接影响塔顶产物的组成和数量，同时还影响异辛烷馏程的初馏点和10%点。温度高，馏出物增加，温度低，馏出物减少，塔顶流出物的纯度高，而塔顶温度是受塔顶回流控制的。正常操作影响因素调整方法塔底温度高低调节塔底蒸汽流量回流温度的高低调节回流温度回流量的大小调节回流量进料温度的高低调节进料温度进料流量的大小调整进料流量异常操作现象

48、原因处理方法塔顶温度突然升高塔底温度高降塔底温度回流温度高和回流量大降回流温度、降回流量进料温度高降进料温度2.2.5塔底温度（1）分馏塔底温度TIC402、TIC403、TIC404（2）控制目标：保证产品质量（3）控制范围：T-1底温：60100，T-2底温：75130（车用异辛烷方案），90145（航空异辛烷方案）T-3底温：95（4）控制方式：TIC402、TIC403、TIC404根据塔底部温度控制进入塔底重沸器的蒸汽量，来控制塔的底温，其温度的高低直接影响异辛烷产品的质量以及异丁烷、正丁烷的纯度，是控制产品质量的直接手段。正常操作影响因素调整方法蒸汽压力波动调节蒸汽压力控制阀进料组

49、分变化根据进料组分变化，调整操作塔底重沸器液面不稳将塔底液面控制在1/2-2/3之间异常操作现象原因处理方法塔底温度突然升高控制阀失灵仪表进行紧急维修，上流阀控制蒸汽压力突然增大降蒸汽流量2.2.6产品质量的调整产品质量调整原则：初馏点、10%点由脱正丁烷塔调整。50%点、干点由再蒸馏塔调整，在生产车用异辛烷方案，不开再蒸馏塔。2.2.6.1产品初馏点异常处理：现象影响因素调整方法出现产品初馏点不合格塔-2塔底温度低调整塔-2底温塔-2压力高调整塔-2压力塔-2底液面波动调整塔-2液面塔-2进料组分变化大调整塔-1操作2.2.6.2产品干点高异常处理：现象影响因素调整方法出现产品终馏点不合格反

50、应酸浓度低将酸浓度控制在指标内反应温度高降低反应温度反应异丁烷量不足补充异丁烷T-3顶温度高调节T-3回流量2.2.6.3循环异丁烷纯度低影响因素调整方法D-9丙烷含量高从D-9压力控制排出丙烷T-1回流比不合适调整回流量T-1进料组成变化大调整塔-1操作T-1底或进料温度过高降低塔底或进料温度2.2.7回流：（1）分馏塔的回流FIC401 FIC403 FIC405（2）控制目标：保证全塔热平衡（3）控制范围：回流比（4）控制方式：FIC401、 FIC403 、FIC405分别控制T-1、T-2、T-3的回流流量， 其直接控制塔顶温度的高低。其它条件一定时，回流增大，精馏效果变好，其会增加

51、塔底热负荷和塔顶冷却器的负荷。从而增大消耗，回流应在保证塔顶、塔底产品合格的情况下，尽量降低，回流还受回流温度的影响；其与温度成反比。异常处理：现象影响因素处理方法回流流量无法调节回流控制阀失灵改付线控制联系仪表处理回流温度高塔顶物料冷却不下来增大循环水量，开风机第三章 开工规程 -操作 -同时操作 M -班长图示 （ ） -确认 I -中心控制室操作员 -安全 P -现场操作员生效部门签字日期执笔：装置（车间）审核车间主任 年 月 日参加编制：技术负责人年 月 日炼油厂审核生产技术科年 月 日机动科年 月 日安全环保科年 月 日主管厂长年 月 日处室审核技术处年 月 日机动处年 月 日安全环保处 年 月 日生产处 年 月 日公司领导审批副总工程师 年 月 日打字排版： 版本No00 年 月 日校 对： 3.1开工统筹图（见附录）-243-3.