烷基化装置工艺总说明

项目号 75233-01BD

广东省惠州市

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第 1 页 共 27 页

项目名称中国海洋石油总公司惠州炼油项目 主项 16万吨/年烷基化装置 设计阶段基础设计

中国海洋石油总公司惠州炼油项目

16万吨/年烷基化装置

工艺部分

编制

沙 利

校核 张立新

审核 万元生

审定 袁忠勋

修改 日期 编制 0 2006.6 1 2

3 4 5 6 7 8

目 录

1

概述.................................................................4

1.1 设计依据............................................................4 1.2 装置概况及特点......................................................4 2

原料与产品...........................................................8

2.1 原料................................................................8 2.2 产品.................................................................8 2.3 催化剂及化学药剂.....................................................9 3

主要操作条件........................................................10

3.1 加氢反应器..........................................................10 3.2 脱轻烃塔............................................................10 3.3 烷基化反应器........................................................10 3.4 脱异丁烷塔..........................................................10 3.5 脱正丁烷塔..........................................................11 3.6 致冷压缩机..........................................................11 4

物料平衡............................................................11

5 工艺流程说明........................................................12 5.1 工艺流程简述........................................................12 5.2 设备的计算与选择...................................................16 6 7

安全与卫生..........................................................17 公用工程及化学药剂消耗..............................................18

7.1 用水量..............................................................18 7.2 电耗量..............................................................19 7.3 蒸汽耗量............................................................21 7.4 空气用量............................................................21 7.5 氮气用量............................................................22 7.6 催化剂及化学药剂....................................................22 8

装置能耗计算........................................................23

8.1 装置能耗............................................................23 8.2 节能措施............................................................23 9 10 11

分析化验............................................................24

装置定员...........................................................25 装置内外关系.......................................................25

11.1 原料与产品.........................................................25 11.2 公用工程及辅助系统.................................................25 11.3 界区条件...........................................................26

1 概述

中国海洋石油总公司惠州炼油项目位于广东省惠州市南部大亚湾技术经济开发区东部的大亚湾石化工业区内，其原油加工规模为1200万吨/年，新建16套工艺装置及配套储运及公用工程系统。烷基化装置为其中一套，采用硫酸烷基化工艺，公称规模为16万吨/年。本装置与常减压、催化裂化、MTBE和气体分馏布置在一起，组成一个联合装置，即第一联合装置。

1.1 设计依据

1.1.1 中国海洋石油总公司惠州炼油项目管理项目组关于“惠州炼油项目基础设计工作”的委托书（2005年6月16 日）；

1.1.2 中国石化工程建设公司与中国海洋石油总公司签订的关于开展“中国海洋石油总公司惠州炼油项目基础设计”的合同和合同附件； 1.1.3 DUPONT公司提供的硫酸烷基化工艺包；

1.1.4 中国海洋石油总公司惠州炼油项目设计统一规定； 1.1.5 上游MTBE、加氢裂化装置提供的原料液化气量及组成；

1.1.6 中国石化工程建设公司与中国海洋石油总公司召开的PFD、PID等审查会会议纪要；

1.2 装置概况及特点 1.2.1装置概况

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

装置建设规模：根据MTBE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。

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。 装置设计原则：

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，利用联合装置的优势，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。

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。 1.2.2 装置特点：

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MTBE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分馏塔，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公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进入压缩机第二段，从而节约能量。

2）STRATCO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SO2，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%的NaOH脱除微量酸。 1.2.3 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。

1.2.4 装置主要技术经济指标

装置主要技术经济指标见表：

一 1 2 3 二 1 2 3 4 三 1 2 3 4 5

主要原料 MTBE未反应碳四 加氢裂化液化气 氢气

主要产品和副产品 烷基化油 液化气 正丁烷 燃料气 消耗指标 液化气 循环水 电

3.5MPa蒸汽 1.0MPa蒸汽

单位 万吨/年 万吨/年 万吨/年

万吨/年 万吨/年 万吨/年 万吨/年

万吨/年 t/h KW t/h t/h

数量 16.46 4.12 16.07 1.23 2.87 0.41 20.58 858.5 1666 28 -6.8

备注 正常量 外排

6 7 8 9 10 四 五 1 2 3 4 六 七 1 2 2 3 4 5 6 7 八

总投资 0.45MPa蒸汽 氮气 仪表空气 非净化风 除盐水 装置占地面积 三废排放量 废气 废水 废渣 污油 能耗指标 工艺设备总台数

塔器 加氢反应器 烷基化反应器

容器 冷换 空冷器 压缩机 机泵 其它

单位 t/h Nm3/h Nm3/h Nm3/h t/h 公顷 t/h 吨/次 t/h MJ/t 产品

台 台 台 台 台 台 片 套 台 台 万元

数量 5.6 104 300 800 4.8 0.733 24 8.5 1.4 5814.8 165 4 1 2 37 31 20 1 49 20 见概算

备注

开停工用，间断

正常无 污水处理厂 回收 污油罐

1.2.5 需说明的问题

本装置包括碳四原料加氢精制和烷基化两部分，前一部分为国内技术，烷基化部分为引进DUPONT公司的工艺包，由于给DUPONT公司提供的进料数据要早于加氢精制部分的设计，因此，现经加氢分馏后的碳四（烷基化部分进料）组成与DUPONT公司所采用的碳四组成有区别，虽然影响了装置的物料平衡，但并不影响烷基化油产品的质量及收率。

2 原料与产品 2.1 原料

2.1.1 MTBE装置所提供的液化气组成如下：

名 称

组分

C3H6 C3H8 IC4H10 IC4H8 C4H8-1 NC4H10 tC4H8 CC4H8 C5H12 H2O CH3OH MTBE TBA DME

合计

2.1.2 加氢裂化液化气组成如下：

名 称 组分 C2H6 C3H8 IC4H10 NC4H10 C5H12 H2O 合计

2.2 产品 2.2.1烷基化油：

雷氏蒸气压RVP 0⋅030MPa

比重 0.69

wt% 0.06 0.08 42.43 0.57 13.13 9.06 18.52 16.03 30ppm 0.05 50ppm 50ppm 10ppm 0.05 100.00

mol% 1.36 30.22 39.71 27.21 1.24 0.26 100.00

辛烷值 RON(C) 96.8±0.5

MON(C) 93.3±0.5

2.2.2 丁烷馏分：

组分 nC4H10 iC4H10 C5H12 合计

2.2.3 循环异丁烷：

组分 C3H8 iC4H10 nC4H10 C5H12 合计

2.3 催化剂及化学药剂 2.3.1 加氢催化剂

型号 LST-02

外观 灰褐色条状 尺寸， mm φ(2.0∼2.5)×5∼10 堆比重， g/ml 0⋅90±0⋅05 破碎强度， N/cm ≥200 比表面， m2/g 100∼150 比孔容， ml/g 0⋅30±0⋅02 2.3.2 硫酸

H2SO4 99.2%

wt% 1.98 87.86 10.08 0.08 100.00 wt% 94.00 3.86 2.14 100.00

3 主要操作条件 3.1 加氢反应器

反应温度：60 ℃ (初期)～80 ℃ (末期) 反应压力： 2.0MPa 反应空速：≤ 5h-1 H2/C4== (分子)：2.0∼4.0 加氢产物中残余丁二烯 ≤100ppm 总单烯烃收率 ≥100% 丁烯-1异构化率 ≥40% 3.2 脱轻烃塔

塔顶压力， 塔顶温度， 塔底压力， 塔底温度， 回流比，

3.3 烷基化反应器

反应压力， 反应温度，

反应器进料烷烯比（体积）

空速， hr-1 反应器入口温度

3.4 脱异丁烷塔

塔顶压力， 塔顶温度， 塔底压力， 塔底温度， 回流比，

MPa(g) ℃ MPa(g) ℃

0.63 53.5 0.69 126.5 1.35

℃ MPa(g) ℃

0.41 7.0 10.1:1 0.34 3.0

MPa(g) ℃ MPa(g) ℃

1.70 55.5 1.75 102.3 19.6

3.5 脱正丁烷塔

塔顶压力， 塔顶温度， 塔底压力， 塔底温度， 回流比，

3.6 致冷压缩机

一级入口压力， 一级入口温度， 二级入口压力， 二级入口温度， 二级出口温度， 二级出口压力，

4 物料平衡

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）： 进料

物料名称 MTBE未反应碳四 加氢裂化碳四

氢气 合计

出 料

烷基化油 正丁烷 液化气 燃料气 合计

公斤/时 19600 4902 5 24507 19135 3422 1460 490 24507

吨/天 470.4 117.65 0.12 588.17 459.24 82.13 35.04 11.76 588.17

万吨/年 16.46 4.12 20.58 16.07 2.87 1.23 0.41 20.58

KPa(a) ℃ KPa(a) ℃ ℃ KPa(a)

110 -4.1 310

18.0 61.9 820

MPa(g) ℃ MPa(g) ℃

0.42 52.8 0.46 162.7 1.54

按实际规模物料平衡如下： 进料

物料名称 MTBE未反应碳四 加氢裂化碳四

氢气 合计

出 料

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

公斤/时 16014 4005 5 20024 15634 2796 1194 400 20024

吨/天 384.34 96.12 0.12 480.58 375.22 67.1 28.66 9.60 480.58

万吨/年 13.45 3.36 16.81 13.13 2.35 1.00 0.33 16.81

烷基化油 正丁烷 液化气 燃料气 合计

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104-E-104与原料换热后再经碳四馏分冷却器（104-E-105）冷至40℃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≤100ppm，二甲醚≤100ppm。 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11℃，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3.0℃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STRATCO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，分出的酸液循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%的废酸从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31℃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-202）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3～6.0℃，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，由汽轮机驱动。

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8.2kg/cm2（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-10℃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SO2，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NaOH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％的浓硫酸以新酸泵（104-P-219）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-206）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-209）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40℃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1.0Mpa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-210）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-211）冷却至40℃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40℃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％H2SO4）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% NaOH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 设备的计算与选择

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37台、压缩机1套、机泵49台，计算汇总详见数据表。

5.2.1 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910m。混合器的搅拌器用防爆电机带动，该设备为DUPONT公司的专利设备，需引进；酸沉降器内带有凝聚元件等，也为DUPONT公司的专利设备，反应器及酸沉降器的材质都为碳钢。

5.2.2 本装置设备除含酸气碱洗塔内衬Alloy20外，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。

5.2.3 压缩机：带中间补气式的离心压缩机，由蒸汽透平汽轮机驱动，进汽压力3.5Mpa，排气压力为1.1Mpa，整个机组为国内制造。

2

6 安全与卫生

详见劳动安全卫生篇（75233-01BD-31）

7 公用工程及化学药剂消耗 7.1 用水量

给水，t/h

序号 使用地点或用途

新鲜水

1

脱轻烃塔顶冷凝器(104-E-103) 2

碳四馏分冷却器 (104-E-105)

3

冷剂冷却器 (104-E-203)

4

抽出丙烷冷却器 (104-E-204)

5

凝结水蒸汽冷凝器(104-E-301) 6

循环异丁烷冷却器(104-E-208) 7

正丁烷塔顶冷凝器(104-E-210) 8

正丁烷产品冷却器(104-E-211) 9

烷基化油冷却器 (104-E-214)

10

冷剂后冷器 (104-E-202) 异丁烷塔顶后冷器(104-E-207)

12

配碱用水

4.8

384

384

间断

16.6

16.6

3.5

3.5

107.1

107.1

56.2

56.2

121

121

1.1

1.1

68

68

86

86

循环冷水 331

除盐水

排水t/h 循环热水 331

含油污水

备注

11 566 566 间断

13 14

机泵用水 压缩机用水

合计

3 65 1808.5

4.8

2 65 1807.5

1 1

7.2 电耗量 序1 2 3 4 5 6 7 8 9 用电地点 加氢反应器进料泵 (104-P-101) 脱轻烃塔进料泵 （104-P-102） 脱轻烃塔回流泵 （104-P-103） 流出物泵 (104-P-201) 冷剂循环泵 (104-P-202) 抽出丙烷泵 (104-P-203) 丙烷碱洗循环泵 (104-P-204) 流出物酸洗循环泵 （104-P-205） 流出物碱洗循环泵 （104-P-206） 流出物水洗循环泵 （104-P-207） 补充除盐水泵 （104-P-208） 脱异丁烷塔回流泵 （104-P-209） 正丁烷塔回流泵 （104-P-210） 烷基化油产品泵 (104-P-211) 排酸泵 (104-P-212) 含酸废油泵 (104-P-213)

电压 设备台数(台)设备容量(KW)(伏) 操作备用操作 备用380 1 1 75 75 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380 380

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1 1

30 37 132 55 9 3 5.5 7.5 7.5 18.5 110 30 15 5.5 18.5

30 37 132 55 9 3 5.5 7.5 7.5 18.5110 30 15 5.5 18.5

轴功率

KW 42 15.7 12 104 36.2 6.0 1.0 3.2 5.8 4.0 13.0 89.4 17.5 9.8 3.5 11.0

年工作

时数 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400 8400

备注

补充碱液泵 （104-P-214）

380 1 1

0.75 0.750.1 8400

碱洗塔循环泵 (104-P-215) 公用碱液泵 （104-P-216） 中和池排水泵 (104-P-217) 中和池废油泵 (104-P-218) 新酸补充泵 （104-P-219） 废酸排出泵 （104-P-220） 酸雾碱洗罐循环泵 （104-P-221） 凝结水回收泵 （104-P-301） 反应器电机

380 380 380 380 380 380 380 380 6000

1 1 1 1 1 1 1 1 2

1 1 1 1 1 1 1

7.5 2.2 15 7.5 7.5 7.5 4 30 375x2

7.5 2.2 15 7.5 7.5 4 30

4.7 1.76 10.8 5.0 5.6 5.6 2.1 18 306.1x2=612.2

8400 4000 5000 3000 8400 8400 8400 8400 8400

冷剂空冷器 (104-A-201)

异丁烷塔顶空冷器

（104-A-202）

压缩机辅助系统 仪表用电 照明用电 合计

380 380

8 12

30x8 30x12

27x12= 324

8400 8400

380 380 220

31 25 30 1666

8400 4200

7.3 蒸汽耗量 序号

设备 编号

蒸汽用量 t/h

使用地点

0. 45Mpa(g)

1 104-E-102

脱轻烃塔底重

沸器 反应器进料加

热器 异丁烷塔底重

沸器 正丁烷塔底重

沸器 碱水加热器 致冷压缩机 吹扫，消防 合计

(2.0) 5.6 5.6

0.9Mpa(g)

3.5Mpa(g)

5.6 凝结水 t/h

装置外排蒸汽t/h 1.0Mpa(g)

备注

2 104-E-101 0.5 0.5

3 104-E-209 18.4 18.4

4 104-E-212 5 104-E-206 6 104-K-201 7

7.4 空气用量

2.3 (4.0)21.2

28 28

2.3 (2.0) 26.8

6.8 6.8

间断

压缩空气用量 Nm3/h

序号 使用地点或用途

非净化0.7MPa(g) 正常

1 2

仪表 开工吹扫

最大 800 800

净化0.7MPa(g) 正常 300 300

最大

开工用 备注

7.5 氮气用量 序号 1 2

7.6 催化剂及化学药剂 序号 1 2 3 4

名称 硫酸 NaOH 加氢催化剂 保护剂

型号或规格 99.2%(重) 40%（重） LST-02 LBT-02

年用量 9275吨 160吨 2.4吨 0.43吨

一次装入量 200吨 10吨 7.2吨 1.3吨

备注 酸耗26.5吨/天

使用地点或用途 开停工吹扫 氮封及密封 合计

104 104

氮气 Nm3/h 正常

最大 800 800

压力 MPa(g) 0.8

间断用 备注

8 装置能耗计算 8.1 装置能耗

装置能耗计算是根据中国石油化工股份有限公司《炼油厂能量消耗计算与评价方法》[2005]而计算的。

装置设计能耗如下： 序 号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

循环水 3.5Mpa蒸汽 1.0Mpa蒸汽

电 净化风 氮气 0.45Mpa蒸汽 凝结水 除盐水 合计 项 目

年耗量 单位 ×104t ×104t ×104t ×104kwh ×104Nm3 ×104Nm3 ×104t ×104t ×104t

数量 721.14 23.52 -5.71 1399.44 252 87.36 4.70 -22.51 4.03

能耗指标 单位 MJ/t MJ/t MJ/t MJ/kwh MJ/ Nm3 MJ/ Nm3 MJ/t MJ/t MJ/t

数量 4.19 3684 3182 10.89 1.59 1.59 2763 320.3 96.30

能耗 x104MJ/a 3021.58 86647.68 -18169.22 15239.9 400.68 138.9 12986.1 -7209.95 388.09

93443.76×104MJ

设计产品量：16.07x104t/a 单位能耗： 5814.8MJ/t产品

8.2 节能措施

本装置能耗较高，主要是因为增加了原料加氢精制措施。装置采用的节能措施如下： 8.2.1 正丁烷塔底烷基化油与循环碱水、异丁烷塔进料换热，回收热量，减少循环水用量； 8.2.2 致冷系统增加节能罐，闪蒸的部分气体返回压缩机二段再压缩，降低压缩机的轴功率； 8.2.3 流出物与混合碳四原料换冷； 8.2.4 回收装置蒸汽冷凝水。

9 分析化验

本装置所生产的产品为烷基化油，但原料组成、酸浓度等对产品质量很重要，因此应按指标严格控制。

本装置分析项目及控制指标如下： 序 号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

取样地点 104-P-101出口管线 104-P-102出口管线 104-D-104出口气相管线 104-C-101底出口管线 104-D-103出口管线 104-D-201底出口管线 104-D-202烃出口管线 104-D-202A酸抽出管线 104-D-202B酸抽出管线 104-P-202出口管线 104-D-205碱液抽出线 104-D-206丙烷抽出线 104-D-209流出物抽出线 104-D-210碱水抽出线

分析项目

控制指标 硫含量≤20ppm

水含量

实测 实测 IC40/C4=≥1.05 DME≤90ppm

实测 实测 93% 90% 实测 ≥5% 实测 实测 8-10 96 ≤202℃ 0.35-0.5kg/cm2 IC40≥86%

分析次数

分析方法

备注

烃组成全分析烃组成全分析氢气组成 烃组成全分析烃组成全分析

水 烃组成全分析酸浓度 酸浓度 烃组成全分析碱液浓度 烃类组成 烃类组成 PH值 RON 干点 RVP 烃类组成

15 烷基化油出装

置管线 16 104-P-209出

口管线

17 104-P-210出

口管线

18 104-P-215出

口管线

19 104-P-217出

口管线

20 104-T-201

烃类组成 碱液浓度 污水PH 碱液浓度

nC40≥90% ≥5% 6-8

12%

21 104-P-219出 酸浓度 99.2%

口管线

22 104-D-220底 碱液浓度 ≥5%

抽出管线

注:分析次数和分析方法参见75233-01BD-25.1中的分析项目频率表，开工时适当增加分析项目及次数。

10 装置定员

根据中石化石油化工生产装置设计定员暂行规定的要求，采用四班三倒制，本装置生产管理人员（包括技术人员）、班长、生产操作人员由联合装置统一考虑，人员数量见总说明。 11 装置内外关系

本装置与1200万吨/年常减压装置、120万吨/年催化裂化装置、4万吨/年MTBE装置和30万吨/年气体分馏装置组成第一联合装置。本装置的公用工程管线从系统引进。 11.1

原料与产品

11.1.1装置所需原料由MTBE装置和液化气双脱装置或罐区通过管道送入原料缓冲罐； 11.1.2 装置所生产的烷基化油送至罐区；副产的液化气、正丁烷、多余异丁烷送至液化气罐区；燃料气排放到系统燃料气管网。

11.1.3 装置所需的少量丙烷由气分装置引入。

11.1.4 装置非酸放空管线直接排到系统火炬线；含酸放空介质经中和后排到系统火炬线。 11.1.5 中和池排出的少量污油送至系统的轻污油罐。 11.2

公用工程及辅助系统

11.2.1 装置所需的蒸汽、循环水、新鲜水、净化风、非净化风、氮气等公用工程管线自系统引进。

11.2.2 装置产生的凝结水用泵送至装置外凝结水站。

11.2.3 装置产生的含烃废水排至废水脱气罐将烃类分出后排至中和池；装置产生的含酸废水、含碱废水直接排至中和池，控制中和池的PH值，经中和后的废水从中和池排至全厂污水系统。

11.2.4 装置所产生的90%废酸经脱烃后排入装置所设的废酸罐，再用泵送至废酸再生装置。 11.2.5 装置所需要的新酸由废酸装置送至新酸罐供本装置使用。

11.2.6 系统提供40%的碱液引入碱贮罐，在此稀释成12%的碱液供装置使用。 11.2.7 装置生产及照明用电由厂区供给。通讯电缆由装置外送至装置。

11.3界区条件

序号

名称

界 区 进 出

状态

输送

方式

压力 MPa(G)

温度 ℃

管径 mm

备注

1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16

MTBE加氢裂化液化气

氢气 丙烷馏分 C3,C4液化气 烷基化油 正丁烷 异丁烷 丙烷馏分 燃料气 低压瓦斯 轻污油 循环冷水 循环热水 新鲜水 生活用水

√ √ √ √ √ √ √

√ √ √ √ √ √ √ √ √

液 液 气 液 液 液 液 液 液 气 气 液 液 液 液 液

连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 连续 间断 间断 连续 连续 间断 间断

1.2 1.2 2.5 2.0 2 0.7 1.2 1.2 1.8 0.7 0.1 0.5 0.4 0.2 0.4 0.2

40 40 40 40 40 40 40 40 40 40 40 40 33 41 40 40

100 80 40 25 40 100 50 150 40 50 600 40 600 600 150 80

17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28

除盐水 3.5Mpa蒸汽 1.0MPa蒸汽 0.45MPa蒸汽 蒸汽凝结水 净化风 非净化风 氮气 40%NaOH溶液 99.2%H2SO4 90%废酸

污水

√ √ √ √ √ √ √ √ √

√ √ √ √

液 汽 气 气 液 气 气 气 液 液 液 液

间断 连续 连续 连续 连续 连续 间断 间断 间断 连续 连续 间断

0.45 3.5 0.9 0.45 0.9 0.7 0.7 0.8 0.2 0.2 1.3 0.5

40 400 250 220 133 常温 常温 常温 常温 常温 常温 常温

80 200 250 200 100 80 150 100 80 50 50 100