烷基化装置操作规程(修改版)讲义

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，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，装置进行了一下改造：

①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

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。

2.

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

C n H2n + H+ C n H2n+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

3

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）C n+4H

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

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

1.1.3.1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闭排放至酸性气分液罐（D－18），气相经酸性气碱洗罐（D－19）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（D－21）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、B

2.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（D－7）脱除硫酸酯，酸相至R-1/A、B，油相与10％NaOH,经碱洗混合器（M-2）混合后进入反应产物碱洗罐（D-8/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。