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烷基化工艺说明

1概述,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

•1\/U人一，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，，

3

2工艺设计技术方案,,,,,,,,,,,,,

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4

3原料及产品性质,,,,,,,,,,,,,,,,,

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5

4装置物料平衡,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

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7

5工艺流程简述,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

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8

6主要设备选型说明,,,,,,,,,,,,,

,,,,,,,,,,1

JJJJJJJJJJJ1

4

7消耗指标及能耗,,,,,,,,,,,,,,,,,

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14

8装置定员,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

21

9环境保护,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

Kx/|丿□|/|J4/JJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJJ

22

10职业安全卫生,,,,,,,,,,,,,,,,,,,

23

11装置对外协作关系,,,,,,,,,,,

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29

12设计执行的标准目录,,,,,,,,

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31

1概述

该烷基化装置采用硫酸烷基化工艺，公称规模为16万吨/年。

1.1设计依据

1.1.2DUPONT公司提供的硫酸烷基化工艺包；

1.2装置概况

1.2.1装置原料：

本装置原料为上游MTB装置提供的未反应碳四馏分、加氢裂化液化气，前处理所需的少量氢气由制氢装置提供。

1.2.2装置建设规模：

根据MTB装置所提供的液化气量及液化气中的烯烃含量，实际可生产烷基化油约13.13万吨/年，本装置设计规模为16万吨/年烷基化油。

1.2.3装置建设性质：

在酸催化剂的作用下，液化气中的异丁烷与烯烃反应生成高辛烷值汽油调合组分-烷基化油。

1.3设计原则：

1）选用成熟可靠的工艺技术和控制方案，使设计的装置达到安、稳、长、满、优操作。

2）优化工艺流程并推广应用新工艺、新技术、新设备、新材料，降低生产成本同时降低装置能耗，提高产品质量档次。

3）在保证技术先进、装置生产安全可靠的前提下，降低能耗并尽量降低工程造价，节省投资。

4）为了降低工程投资，按照“实事求是、稳妥可靠”的原则，提高国产化程度，所需设备立足国内解决，只引进在技术、质量等方面国内难以解决的关键设备、仪器、仪表。

5）采用DCS集中控制，优化操作，以提高装置的运转可靠性，提高产品收率和质量。

6）严格执行国家、地方及主管部门制定的环保和职业安全卫生设计规定、规程和标准，减少“三废”排放，维护周边生态环境，实行同步治理，满足清洁生产的要求。

1.4装置组成：

本装置由原料精制、反应、流出物精制和产品分馏、化学处理等几部分组成。

装置运行时数和操作班次：

装置年开工时间按8400小时计，操作班次按四班三倒

1.5设计范围

本设计范围为本装置所涉及的设备、管道、仪表、配电等，装置有关分析化验项目由中心化验室承担。

2工艺设计技术方案

烷基化装置是以液化气中的烯烃及异丁烷为原料，在催化剂的作用下烯烃与异丁烷反应，生成烷基化油的气体加工装置。

本装置包括原料加氢精制和烷基化两部分。

原料加氢精制的目的是通过加氢脱除原料中的丁二烯。

因为丁二烯是烷基化反应中主要的有害杂质，在烷基化反应过程中，丁二烯会生成多支链的聚合物，使烷基化油干点升高，酸耗加大。

脱除原料中的丁二烯采用选择性加氢技术，该技术已在国内多套烷基化装置上应用，为国内成熟技术。

由于MTB装置所提供的未反应碳四馏分中烷烯比不足，需补充部分异丁烷，因此引入部分加氢裂化液化气，与加氢后的碳四馏分混合进入脱轻烃塔，分离出满足烷烯比要求的碳四馏分。

以液体酸为催化剂的烷基化工艺可分为硫酸烷基化和氢氟酸烷基化，两种工艺都为成熟的技术，在国内外都有广泛应用。

本设计采用的是DUPONT司的硫酸烷基化工艺，该技术具有如下特点：

1）采用反应流出物致冷工艺：

利用反应流出物中的液相丙烷和丁烷在反应器冷却管束中减压闪蒸，吸收烷基化反应放出的热量。

反应流出物经过气液分离后，气相重新经压缩机压缩、冷凝，抽出部分丙烷后，再循环回反应器。

与闭路冷冻剂循环致冷或自冷式工艺相比，流出物致冷工艺可使得反应器内保持高的异丁烷浓度，而从脱异丁烷塔来的循环异丁烷量最低。

此外，在这种致冷流程中采用了节能罐，使部分富丙烷物流在中间压力下闪蒸汽化后进入压缩机第二段，从而节约能量。

2）STRATC公司反应部分循环异丁烷与烯烃预混合后再经喷嘴进入反应器，酸烃经叶轮搅拌，在管束间循环，机械搅拌使酸烃形成具有很大界面的乳化液，烃在酸中分布均匀，减小温度梯度，减少副反应发生。

3）反应流出物采用浓酸洗、碱水洗工艺：

反应流出物中所带的酯类如不加以脱除，将在下游异丁烷塔的高温条件下分解放出SO,遇到水份，则会造成塔顶系统的严重腐蚀。

因此，必须予以脱除，本装置采用浓酸洗及碱洗的方法进行脱除，与传统的碱洗相比，能有效脱除硫酸酯，即用99.2%的硫酸洗后再用12%勺NaOH脱除微量酸。

3原料与产品性质

3.1原料

3.1.1MTBE装置所提供的液化气组成如下:

名称

wt%

组分

GI4

0.06

C3H8

0.08

IC4H0

42.43

CH

0.57

GH-1

13.13

NCHo

9.06

TCH

18.52

CCH

16.03

GH10

30ppm

H2O

0.05

CHOH

50ppm

MTBE

50ppm

TBA

10ppm

DME

0.05

合计

100

2.1.2加氢裂化液化气组成如下:

名称

mol%

组分

CH

1.36

CH

30.22

IC4H10

39.71

NCHw

27.21

GH12

1.24

H2O

0.26

合计

100

3.2产品

3.2.1烷基化油:

3.2.2丁烷馏分：

3.2.3循环异丁烷：

3.3催化剂及化学药剂

3.3.1加氢催化剂

3.3.2硫酸

3.3.3活性炭

雷氏蒸气压RVP0.030MPa

比重辛烷值RON（C）MON（C）

组分

nC4H10

iC4H10

C5H12

合计

组分

C3H8

iC4H10

nC4H10

C5H12

合计

0.69

96.8±0.5

93.3±0.5

wt%

94.00

3.86

2.14

100.00

wt%

1.98

87.86

10.08

0.08

100.00

型号LST-02

外观灰褐色条状

尺寸mm©（2.0〜2.5）x5〜10

堆比重g/ml0?

90±0?

05

破碎强度N/cm>200

比表面m2/g100〜150

比孔容ml/g0.30±0.02

H2SO4

99.2%

4装置物料平衡

4.1根据MTBE装置及加氢裂化装置所提供的液化气组成，本装置的物料平衡如下（按设计规模）：

物料名称

公斤/时

吨/天

万吨/年

进料

MTBE未反应碳四

19600

470.4

16.46

加氢裂化碳四

4902

117.65

4.12

氢气

5

0.12

合计

24507

588.17

20.58

出料

烷基化油

19135

459.24

16.07

止丁烷

3422

82.13

2.87

液化气

1460

35.04

1.23

燃料气

490

11.76

0.41

合计

24507

588.17

20.58

4.2按实际规模物料平衡如下:

物料名称

公斤/时

吨/天

万吨/年

进料

MTBE未反应碳四

16014

384.34

13.45

加氢裂化碳四

4005

96.12

3.36

氢气

5

0.12

合计

20024

480.58

16.81

出料

烷基化油

15634

375.22

13.13

正丁烷

2796

67.1

2.35

液化气

1194

28.66

1

燃料气

400

9.6

0.33

合计

20024

480.58

16.81

5工艺流程说明

5.1工艺流程简述

本装置由原料加氢精制、反应、致冷压缩、流出物精制和产品分馏及化学处理等几部

分组成，现分别简述如下：

5.1.1原料加氢精制

自MTBE装置来的未反应碳四馏分经凝聚脱水器（104-D-105）脱除游离水后进入碳四原料缓冲罐（104-D-101），碳四馏分由加氢反应器进料泵（104-P-101）抽出经碳四-反应器进料换热器（104-E-104）换热后，再经反应器进料加热器（104-E-101）加热到反应温度后与来自系统的氢气在静态混合器（104-M-101）中混合，混合后的碳四馏分从加氢反应器（104-R-101）底部进入反应器床层。

加氢反应是放热反应。

随混合碳四带入的硫化物是使催化剂失活的有害杂质。

催化剂失活后可用热氢气吹扫使其活化。

反应后的碳四馏分从加氢反应器顶部出来与加氢裂化液化气混合。

自液化气双脱装置过来的加氢裂化液化气进入加氢液化气缓冲罐（104-D-102），液化气由脱轻烃塔进料泵（104-P-102）抽出与反应器顶部出来的碳四馏分混合后进入脱轻烃塔（104-C-101）。

脱轻烃塔（104-C-101）的任务是脱去碳四馏分中的碳三以下的轻组分，同时将二甲醚脱除。

脱轻烃塔是精密分馏的板式塔，塔顶压力控制在1.7MPa（g）。

塔顶排出的轻组分

经脱轻烃塔顶冷凝器（104-E-103）冷凝冷却后，进入脱轻烃塔回流罐（104-D-103）。

不凝气经罐顶压控阀后进入全厂燃料气管网。

冷凝液由脱轻烃塔回流泵（104-P-103）抽出，

一部分做为脱轻烃塔（104-C-101）顶回流，另一部分作为液化气送出装置。

塔底抽出的碳四馏分经碳四进料换热器（104-E-104）与原料换热后再经碳四馏分冷却器（104-E-105）冷至40C进入烷基化部分。

塔底重沸器（104-E-102）采用0.45MPa蒸汽加热，反应器进料加热器使用1.0MPa蒸汽加热，凝结水都送至凝结水回收罐（104-D-304）回收。

碳四馏分经加氢精制后，丁二烯含量w100ppm二甲醚w100ppm

5.1.2反应部分

碳四馏分中的烯烃与异丁烷的烷基化反应，主要是在硫酸催化剂的存在下，二者通过某些中间反应生成汽油馏份过程。

从原料加氢精制部分过来的碳四馏分与脱异丁烷塔（104-C-201）过来的循环异丁烷混合后，与反应器净流出物在原料-流出物换热器（104-E-201）中换冷至约11C，进入原料脱水器（104-D-201）。

换冷后的碳四馏分中的游离水在此被分离出去，从而使原料中的游离水含量降至10ppm（重）。

脱除游离水的混合碳四馏分与来自闪蒸罐（104-D-203）的循环冷剂直接混合并使温度降低至约3.0C后分两路分别进入烷基化反应器

（104-R-201A/B）。

烷基化反应器是装有内循环夹套、取热管束和搅拌叶轮的压力容器，为STRATC（公司

的专利产品。

在反应器操作条件下，进料中的烯烃和异丁烷在硫酸催化剂存在下，生成烷基化油。

反应完全的酸—烃乳化液经一上升管直接进入酸沉降器（104-D-202A/B），并在

此进行酸和烃类的沉降分离，分出的酸液从下降管返回反应器重新使用。

反应—沉降系统中酸的循环是借助在上升管和下降管中物料的比重差自然循环的，90％浓度的废酸自酸沉

降器排放至废酸脱烃罐。

本装置设有2台反应器，为并联操作，即混合碳四分两路分别进入104-R-201A和104-R-201B。

而做为催化剂的硫酸为串联操作，即补充的新酸进入104-D-202A,从104-D-202A出来的中间酸进入104-D-202B,90%勺废酸从104-D-202B排出。

两组反应-沉降系统也可单独操作。

从酸沉降器分出的烃相经压力控制阀降压后，流经反应器内的取热管束部分汽化，吸收热量脱除反应热。

汽－液混合物进入闪蒸罐（104-D-203）。

闪蒸罐是一台带有中间隔板并有共同分离空间的卧式容器。

隔板一侧供反应流出物进行气液分离，另一侧供循环冷剂进行汽－液分离。

净反应流出物用流出物泵（104-P-201）抽出在104-E-201与原料碳四换冷，加热至约31C去流出物精制和产品分馏部分继续处理。

循环冷剂则以循环冷剂泵（104-P-202A/B）抽出送至反应器进料管线与原料碳四直接混合。

从闪蒸罐气相空间出来的烃类气体至致冷压缩机（104-K-201）。

闪蒸罐有一个分酸罐（104-D-208）置于该容器下方，可借助分酸罐上的液面计观察酸烃界面。

正常情况下，分酸罐的酸位很低。

当反应器内的取热管束发生泄漏时，酸罐内将会发现大量硫酸。

99.2％的新鲜浓硫酸先连续进入流出物精制和产品分馏部分的流出物酸洗罐洗涤反应流出物，然后再补入反应器。

随浓硫酸进入反应器的酸酯，在反应器中参加反应，增加烷基化油的产率。

5.1.3致冷压缩部分

反应器的进料温度要求为3〜6.0C,这一温度是由在反应器进料中混入低温循环冷剂来实现的。

为此，需有一套相应的致冷系统来满足这一要求。

此外，为达到烷基化装置内的丙烷和异丁烷进出量平衡，特别是防止丙烷在装置内设备中的积聚，还需要从致冷部分引出一股抽出丙烷物流送出装置。

闪蒸罐气相空间的平衡蒸汽，由挡板两侧汇集至出口管，再进入压缩机。

致冷压缩机为中间加气式两级离心压缩机，由电机驱动。

从104-D-203来的烃类气体进入压缩机一级入口，补充进入二级入口的气体来自节能

罐（104-D-207）顶部。

上述气体经压缩机压缩至0.82MPa（a）后经冷剂空冷器（104-A-201）冷凝，冷凝的烃类液体进入冷剂罐（104-D-204）。

该液体的绝大部分冷却后进入节能罐

（104-D-207），并在节能罐的压力下闪蒸，富含丙烷的气体返回压缩机二级入口，节能罐流出的液体去闪蒸罐，经降压闪蒸使冷剂温度降低至-10c左右，用循环冷剂泵抽出送

至反应器入口循环。

冷剂罐一小部分烃类液体作为抽出丙烷经抽出丙烷泵（104-P-203）升压送至抽出丙烷碱洗罐（104-D-205）进行碱洗，以中和可能残留的微量酸，从抽出丙烷碱洗罐流出的丙烷经丙烷脱水器（104-D-206）脱水后送出装置。

5.1.4流出物精制和产品分馏部分

从反应部分来的反应流出物中含有少量的夹带酸和烯烃与硫酸反应所生成的中性硫

酸酯。

这些酯类如不加以脱除，将在下游异丁烷塔的高温条件下分解放出SO,遇到水份，

则会造成塔顶系统的严重腐蚀。

此外，酸酯还可能导致脱异丁烷塔重沸器的结垢。

因此，必须予以脱除，本装置采用酸洗及碱洗的方法进行脱除，即用99.2%的硫酸洗后再用12%的

NaO脱除微量酸。

与混合碳四换热后的反应流出物进入酸洗系统，与循环酸和补充新鲜酸在流出物酸洗混合器（104-M-203）内进行混合后，进入流出物酸洗罐（104-D-209）。

99.2%的浓硫酸用新酸泵（104-P-219A/B）连续送入酸洗系统（补充新酸量要满足反应器的需要），它可以吸收反应流出物中的绝大部分硫酸酯。

流出物烃类和酸在酸冼罐中分离，可使烃类流出物中酸含量降低至10ppm（体积）。

酸则连续送至反应器作为催化剂使用。

酸洗后的流出物与循环碱液在流出物碱洗混合器（104-M-204）中混合后，至流出物碱洗罐（104-D-210）将微量酸脱除，从104-D-210出来的流出物进入流出物水洗罐

（104-D-211）。

含硫酸钠和亚硫酸盐的碱水，自流出物碱洗罐底部用碱洗循环泵

（104-P-206A/B）抽出，经与烷基化油换热后送回混合器入口进行循环。

根据碱洗系统的操作情况，以注碱泵间断向系统中补充12%浓度的新鲜碱液，以维持

循环碱水的PH值在8-10之间。

从104-D-211顶出来的流出物经烷基化油-异丁烷塔进料换热器（104-E-213）换热后进入脱异丁烷塔（104-C-201）。

脱异丁烷塔的目的是将异丁烷分出，内设60层塔板，塔顶压力控制在0.73Mpa（a）。

塔顶馏出物经脱异丁烷塔顶空冷器（104-A-202）冷凝后进入塔顶回流罐（104-D-212）。

冷凝液经脱异丁烷塔回流泵（104-P-209A/B）抽出，一部分返回104-C-201顶作为回流，另一部分经循环异丁烷冷却器（104-E-208）冷却至40C后作为循环异丁烷返回反应部分，以保证反应器总进料中适当的异丁烷和烯烃比例，多余的异

丁烷送出装置。

从104-C-201底抽出的烃类自压送入脱正丁烷塔（104-C-202）。

脱异丁烷塔重沸器（104-E-209）的热源为I.OMpa蒸汽，凝结水回收。

脱正丁烷塔的目的是将正丁烷与烷基化油分开，内设30层塔板，塔顶压力控制在

0.52Mpa（a）。

104-C-202顶馏出物经正丁烷塔顶冷凝器（104-E-210）冷凝后进入正丁烷塔顶回流罐（104-D-214），冷凝液用正丁烷塔回流泵（104-P-210A/B）抽出，一部分做为104-C-202顶回流，另一部分经正丁烷产品冷却器（104-E-211A/B）冷却至40C后送出装置。

塔底烷基化油用烷基化油产品泵（104-P-211）抽出，经104-E-205、104-E-213换热后，再经烷基化油冷却器（104-E-214）冷却至40C后送出装置。

脱正丁烷塔重沸器

（104-E-212）的热源为1.0Mpa蒸汽，凝结水回收。

5.1.5化学处理部分

装置设有新鲜酸（99.2%H2SO）贮罐、废酸罐和备用罐，用以接收装置外送来的新鲜硫酸及装置产生的废酸。

罐内以氮气覆盖，防止空气中的水分进入罐内造成酸的稀释和设备腐蚀。

本装置设有排酸罐（104-D-216），正常操作时它接收自反应部分酸沉降器送来的废酸，用作废酸缓冲及分离出所携带的烃类；事故状态时接收含酸系统容器安全阀的放空物流，并使酸和烃分离；停工时接受含酸系统容器的含酸排放物流。

废酸在排酸罐中分离出烃类后，用排酸泵（104-P-212）将废酸送至废酸贮罐。

回收的含酸烃类则用含酸废油泵

（104-P-213）送至反应系统。

从排酸罐来的含酸油气进入含酸气碱洗塔（104-C-203）进行碱洗中和，该塔内装6层塔板。

自排酸罐来的酸性气，流经含酸气碱洗塔时被中和后排至火炬系统。

塔底碱液用碱洗塔循环泵抽出返回塔内循环使用。

本装置设有新鲜碱贮罐一台。

供给各部分所需的12%NaO溶液。

停工检修而需进入含

酸容器时，可利用公用碱液泵（104-P-216）向有关容器中注碱中和。

本装置设有废水脱气罐（104-D-217），装置各部分脱出的含烃废水在此罐进行脱气，烃类气体排至火炬，废水排至废水中和池。

本装置设置的废水中和池用以接收装置可能排放的自流酸性污水以及碱性污水。

中和池中设有PH计在线控制新鲜碱液加入量和新酸加入量。

池内还设有喷射器，以保证混合均匀。

中和后的污水由浸没在池中的排水泵送出装置，污油则用废油泵排出装置。

5.2主要操作条件

5.2.1加氢反应器

反应温度：

60c（初期）〜80c（末期）

反应压力：

2.0MPa

反应空速：

<5h-1

反应器进料烷烯比（体积）10.1:

1

空速，hr-10.34

反应器入口温度c3.0

5.2.4脱异丁烷塔

塔顶压力，

MPa（g）

0.63

塔顶温度，

c

53.5

塔底压力，

MPa（g）

0.69

塔底温度，

c

126.5

回流比，

1.35

5.2.5脱正丁烷塔

塔顶压力，

MPa（g）

0.42

塔顶温度，

c

52.8

塔底压力，

MPa（g）

0.46

塔底温度，

c

162.7

一级入口压力，

KPa（a）

110

一级入口温度，

C

-4.1

二级入口压力，

KPa（a）

310

二级入口温度，

C

18.0

二级出口温度，

C

61.9

二级出口压力，

KPa（a）

820

6主要设备选型

本装置的主要设备为塔4座、加氢反应器1台、烷基化反应器2台、空冷器20片、冷换设备31台、容器36台、压缩机1套、机泵49台，计算汇总详见数据表。

6.1引进设备：

2台烷基化反应器是带有内循环夹套、取热管束和混合搅拌器的压力容器，管束面积约910m2。

混合器的搅拌器用防爆电机带动，该设备为DUPONT司的专利设备，需引进；酸沉降器内带有凝聚元件等，也为DUPON公司的专利设备，反应器及酸沉降器的材质都为碳钢。

6.2本装置设备除含酸气碱洗塔内衬Alloy20夕卜，其余都为碳钢材质。

脱异丁烷塔和正丁烷塔塔板为0Cr13,含酸气碱洗塔塔板为Alloy20。

6.3压缩机：

带中间补气式的离心压缩机，整个机组为国内制造。

7消耗指标及能耗

7.1用水量

序号

使用地点或用途

给水，t/h

排水，t/h

备注

新鲜

水

循环冷

水

除盐

水

循环热

水

含油污

水

1

脱轻烃塔顶冷凝器

（104-E-103）

331

331

2

碳四馏分冷却器

（104-E-105）

86

86

3

冷剂冷却器

（104-E-203）

68

68

4

抽出丙烷冷却器

（104-E-204）

1.1

1.1

5

凝结水蒸汽冷凝器

（104-E-301）

121

121

6

循环异丁烷冷却器

（104-E-208）

56.2

56.2

7

正丁烷塔顶冷凝器

（104-E-210）

107.1

107.1

8

正」烷产品冷却器

（104-E-211）

3.5

3.5

9

烷基化油冷却器

（104-E-214）

16.6

16.6

10

冷剂后冷器

（104-E-202）

384

384

间断

11

异丁烷塔顶后冷器

（104-E-207）

566

566

间断

12

配碱用水

4.8

13

机泵用水

3

2

1

14

压缩机用水

65

65

合计

1808.5

4.8

1807.5

1