汽油生产工艺

汽油生产工艺内容摘要：

FCCU分馏 塔。 烷基化 烷基化是生产高辛烷值汽油调和组分的主要炼油工艺。 烷基化产品是汽油沸点范 围的多种碳氢化合物的混合物。 烷基化油马达辛烷值达到9095，研究法辛烷值达到 9398。 因为高辛烷值和低蒸汽压，烷基化油是极好的汽油调和组分。 烷基化反应由异丁烯与异丁烷在低温 ， 硫酸作为催化剂的条件下反应 19 的，反应机理如图 45 所示。 异丁烯也可以转化为异丁烷。 在这种反应条件下，副反应很可能是丙烯聚合形成聚丙烯。 戊烯有一部分烷基化。 但戊烯是高辛烷值，转化为烷烃后 ， 没有丁烯转化那么有价值。 另一个副反应是在硫酸作用下链烯形成酯的反应。 工艺参数 影响烷基化产品质量（辛烷值， 蒸馏。 密度）和酸消耗率的工艺变量是链烃的类型，异丁烯浓度，温度，混合程度，空速和酸的强度 和 组成。 这些都在下面描述： 链烯类型 烷基化进料的链烯类型，尤其丁烯 /丙烯直接影响产品的质量和酸消耗率。 在丙烯烷基化中，辛烷值大约降低 5，酸消耗量是丁烯烷基化的三倍。 反应需要的热量 ，异丁烷消耗量和烷基化产量都随链烯类型变化而变化。 异丁烷浓度 在烷基化反应中，链烯分子与异构烷烃分子形成烷基化分子。 这个反应发生在有硫酸催化 的 环境中。 副反应是聚合反应。 这个反应中，二个或 20 三个链烯分子彼此作用 形成聚合物。 聚合 增加酸消耗量。 烷 基化和聚合反应都发生在酸性环境中，因为在酸中链烯易溶，异丁烯仅仅微溶。 要维持 异丁烯 过量，以保证 充足的异丁烯 溶在酸中 与链烯反应。 温度 降低反应温度 ，聚合率比 烷基化率 更 下降。 这样可以有较高辛烷值和较低酸消耗。 硫酸烷基化理想温度是 4550℃ ，一定要避免 低于 40℃。 低温减速了沉降率从而导致酸的随带。 接触塔温度依 赖于 链烯进料率。 混合 碳氢化合物和酸的充分混合有利于反应。 充分混合可以产生好的碳氢化合物分散相。 在连续酸性 乳 状液相中增加了异丁烷与酸催化剂的接触面积，这提高了产品质量和减少了酸消耗量。 空速 因为烷基化 几乎是瞬间完成的，反应物停留时间不是一个限制参数。 空速可以定义为： SV=接触器中烯烃（ bbl/hr） /酸量（ bbl/hr） 当烯烃空速增加，辛烷值趋于下降，酸消耗量趋于增加。 酸强度和构成 需要的 最小 酸强度是 8587wt%。 虽然这有某种程度取决于链烯类型和酸消耗量。 当比这个酸强度低时，聚合作用就占统治地位。 为了提供一个充分安全限度，酸用 8990%的硫酸。 然而，酸溶液的构成，酸性也是很重要的。 水降低酸催化剂活性 ， 比碳氢化合物快 35 倍。 一些水 对 电离 21 酸是必要的，最佳水含量大约是占总重量的 %。 杂质 既参加反应又被催化剂吸收 ， 从而引起酸性下降，酸补充量增加。 烷基化工艺 进料来源 烷基化单元进料通常是从 FCCU 单元的裂化 LPG， FCCU 的 LPG 是除 去丙烷和轻组分的 C3， C4（看图 46）。 从分离机的顶部蒸汽进入 MTBE单元。 如果炼厂有这个单元，粗产品的提余液的组成大致如下： 组分 VOL% 异丁烷 正丁烷 异戊烷 戊烷 戊烯 丁二烯 如果炼厂没有这个单元， FCCU中异丁烷的量就不能使所有的异丁烯反应，就要从外部加入异丁烷了。 反应区 当进入反应区前 ， 链烯进料与循环异丁烷蒸汽混合。 进料在 104℉ 混合并 饱和水。 混合进料与 E103 交换热以便冷却。 这时的流出蒸汽进入烷基化反应器。 烷基化反应器或接触塔是含有搅拌叶轮的水平 的 压力 装置 ，有内部循环的管可以除去烷基化反应产生的热。 22 进料进入循环管内部有叶轮吸收侧。 叶轮快速分散进料 ， 与酸性催化剂形成乳状液。 乳状液在反应器内高速运动，其中一部分乳状液从反应器中流入有叶轮一侧，流进 V007，在这 里， 酸与碳氢化合物分离。 较重的酸在罐底部流回反应器。 这样叶轮在反应器和沉降器中 间 就扮演着乳 化泵的角色。 硫酸是烷基化反应的催化剂。 其中一定数量被副反应和进料杂质消耗。 为维持酸强度 理想 ，一小部分酸连续补充到反应器中。 新鲜酸从流出物处理段的酸洗罐 V017 中抽出。 废酸进入酸沉降 罐 以分离碳氢化合物 ,并送回到沉降灌。 无酸碳氢化合物从酸沉降器顶部通过后压控制阀流入反应器管束一侧。 后 压 控制阀控制 64psig， 用以维持液体沉降器的含量。 当碳氢化合物蒸汽通过控制阀时，它的压力被减小为，目的是让蒸汽轻组分的一部分汽化 ，而后 冷却这蒸汽到 30℉。 当两段蒸汽通过管束时，由于烷基化反应产生热 ， 额外的蒸汽产生了。 制冷部 分 当离开管束后，流出蒸汽流入 V101 的吸 收 侧，液体和蒸汽被分离。 吸 收 汽水分离器是有 共用 蒸汽室的两室容器。 净 反应器流出物 在 挡板吸 收汽水分离器上积累。 从制冷系统出来的冷凝析油在挡板另一侧积累。 制冷循环蒸汽大部分由异丁烷组成，并由制冷循环泵 P005 把其打回反应器里。 两股流的蒸汽部分混合流入制冷压缩机 C001 的吸入侧。 压缩机把制冷蒸汽压力增加到 95psig。 在这样的压力，压缩机排 出 被制冷总凝缩机室温冷却水凝缩的物流。 制冷凝析油在制冷收集罐 V014 聚集。 制冷凝析油在与外部的 C3， C4会合在分离机之前在凝结器 中除去酸性组分。 23 外部来 的 C C4物流在烷基化单元提纯丙烷 ， 防止丙烷浓度升高。 在丙烷流中存在的异丁烷循环到烷基化单元。 制冷储存罐的残存的凝析油流到节热炉 V013。 当凝析油进入节热炉中时，控制阀控制压力为 45psig*。 在这个压力下，物流的一部分被汽化。 节热炉出来的蒸汽流到压缩机的中间阶段，那时冷却的液体流到吸入汽水分离器 V010，在那进一步汽化和冷却。 废液处理 从接触管束出来的液体在吸入汽水分离器 V010 聚集。 这股物流包含有硫酸与链烯反应产生的微量酸和中性酯。 酯是有腐蚀性的，所以必须除去 ，以防止 下游设备被腐蚀。 这些酯用新鲜的硫酸冲洗 后 用冲淡的烷基化水流冲洗。 从吸入汽水分离器出来的 净 流出物 的 温度 是 35℉。 物流在交换器E003 加热到 85℉。 这 净 流出物在酸搅拌器 MX002 中与新鲜酸混合。 在酸冲洗混合器前 ， 循环酸要 与净 流出物混合。 碳氢化合物和酸在酸洗罐V017 中用静电沉降器 EP01 帮助分离。 从这罐出来的酸的一部分流入反应区，而剩余物循环。 新鲜酸以连续速率从储存罐那里打出 ， 以维持 25%的酸水平。 碱性洗水与汽水分离器低部物流换热。 在混合碳氢化合物之前 ，循环碱水被加热到 160℉ .， 碳氢化合物 /碱水的混 合物通过水洗搅拌器MX003 流入碱水洗罐， 在 那碳氢化合物和水利用重力分离。 异丁烷气提解吸塔 被处理过的 净 浓缩流出物 与 交换器 E009 中的物流换热 ， 加热到 165℉ ， 然后输送到异丁烷汽水分离器，在那烷基化产品中分离出异丁烷。 24 塔顶流出的异丁烷蒸汽在空气冷却器 E010 中压缩，在收集灌 V019 中聚集。 这股液体的一部分回流到塔中，而异丁烷通过异丁烷储存灌 V032循环到反应区。 正丁烷从这塔中 的第 22 层塔板作为气体侧线送到界区外。 汽水分离器低部液体是烷基化产品。 热的烷基化油被交换器 E009 的异丁烷进料 冷却 ， 被 E008 中的 循环碱水 冷却。 最后被送到储存前在 烷基化冷却器 E014 中 冷却。 烷基化单元的操作条件 列 在表 413。 表 414 显示 链烯类型 对 烷基化的影响。 工艺产量，消耗，进料和产品性质显示在表 415 到 417。 表 413 烷基化单元操作条件 操作条件 单位 接触器进料温度 ℉ 39 接触器 /沉降器 ℉ 45 沉降压力 psig 60 搅拌速度 rpm 600 接触器的酸度 % LV% 5060 酸（硫酸）强度 Wt% 9396 冷凝部分 25 接触器吸入温度 ℉ 30 接触器吸入压力 psig 接触器出口温度 ℉ 148 接触器出口压力 psig 95 节热器蒸汽温度 ℉ 79 节热器蒸汽压力 psig 43 脱丁烷塔 进料温度 ℉ 141 进料压力 psig 119 塔顶温度 ℉ 147 塔顶压力 psig 125 塔底温度 ℉ 177 塔底压力 psig 135 塔板数 60 表 414 烯烃类型对烷基化产量和质量的影响 工艺参数 单位 丙烯 丁烯 戊烯 真烷基化 bbl/bbl 产量 烯烃 反应 bbl/bbl 异丁烷 烯烃 反应热 Btu/lb 840 615 500 烯烃 26 烷 基 化 RON 90 93 93 烷 基。