烷基化装置生产工艺讲义.ppt

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1、烷基化装置生产工艺讲义,琪优势化工（太仓）有限公司,生产部 2011年10月,烷基化装置简介,烷基化生产是采用UOP脱氢烷基化工艺，C10C13的正构烷烃（轻蜡）原料在脱氢装置进行临氢脱氢，反应流出物经过精制、分馏得到C10C13的正构烷烯烃。以氢氟酸为催化剂，正构烯烃与苯发生烷基化反应。烷基化反应是通过两段混合、一段沉降系统进行的，反应流出物经过一系列的分馏塔对各种化合物进行分离，未反应的原料循环使用，直链烷基苯做为产品送到罐区，氢氟酸连续送去再生，循环使用。烷基化装置PF图.doc,烷基化装置物料物化性质,1、烷基苯（LAB）分子式：C18H30（十二烷基苯）a、物化特性：无色液体 密度：

2、0.8550.870 熔点：-45 沸点：245 闪点：175 b、危险特性：基本无毒，可燃,烷基化装置物料物化性质,2、氟化氢 分子式 HF a.物化性质：外观及性质：无色发烟气体或液体，有强烈刺激性气味。熔点：-83.7 沸点：19.5 相对密度：1.15 最高允许浓度：1mgm3 禁忌物：金属、水泥、玻璃、陶瓷 b.危险特性：腐蚀性极强：与金属反应生成易燃易爆的氢气。,烷基化装置物料物化性质,3、苯 分子式 a.物化性质：外观及性壮：无色透明，极易燃烧的挥发性液体，有特殊芳香味。熔点：5.5沸点：80.1相对密度：0.8737闪点：-11爆炸极限：1.37.1(体积)自然点：562最高允

3、许浓度：40mg/m禁忌物/禁忌：强氧化剂b.危险特性：其蒸汽与空气形成爆炸性混合物，遇明火、高热能引起燃烧爆炸。与氧化剂发生强烈反应，其蒸汽比空气重，能在较低处扩散到很远的地方，遇明火会引起回燃。若遇高热，容器内压增大，有开裂和爆炸的危险。流速过快，容易产生和积聚静电。,烷基化装置物料物化性质,4、氢氧化钾：分子式 KOH a.物化性质：外观及性壮：易潮解白色固体 熔点：360 沸点：1320 相对密度：2.04 禁忌物禁忌：水、潮湿、金属、酸、易燃物、易爆物、有机过氧化剂 b.危险特性：本品不燃，遇水和水蒸气大量放热，形成腐蚀性溶液。与酸发生中和反应并放热。具有强腐蚀性。,烷基化装置原料指

4、标,一、烷烯烃指标 烷基化装置的烷烯烃进料来自脱氢装置a.正常特性比重 0.751平均分子量 165168烯烃含量 1213b.烷烯烃组成总非正构烃（TNN）6.0 总正构烷烃（TNP）82.5总正构烯烃（TNO）11.5单烯烃 10.5二烯烃 1.0芳烃 3.8溴价 10.7注：溴价（或叫做溴值）是衡量油品中不饱和烃含量的一个指标。100克样品所消耗的溴的克数称为溴价，而100克样品所消耗的溴的毫克数则称为溴指数。,烷基化装置原料指标,二、苯指标设计要求指标凝固点 5.4硫 ppm 3 环已烷 ppm 200水 室温下饱和酸洗色泽 2(最大),烷基化装置成品指标,工业烷基苯指标 备注：脱氢法

5、生产工业烷基苯指标不得低于一等品，目前国内LAB工厂执行标准是工业烷基苯优等的指标,烷基化装置工艺化学原理,装置的化学原理 烷基化装置的进料来自脱氢装置的烷烯混合物，其中含有少量的二烯烃，异构烯烃及芳烃等非理想组分。在烷基化反应过程中，主要反应是生成直链烷基苯，其次还存在着异构化、重排、聚合、环化等许多的副反应，现将其主要的，有代表性的几种反应表示如下：,烷基化装置工艺化学原理,一、烷基化主反应1、内烯烃反应2、烯烃反应,烷基化装置工艺化学原理,二、烷基化副反应1、生成异构（支链）烷基苯的反应2、生成二烷基苯的反应,R1-C=CH-R2+,CH3,CH3,R1-C-CH2-R2,HF,烷基化装

6、置工艺化学原理,二、烷基化副反应3、生成二苯烷的反应 4、生成烷基茚满，烷基萘满的反应,R2,R1,R1-CH=CH-CH=CH-R2+,烷基化装置工艺化学原理,二、烷基化副反应5、生成烷基萘满的反应6、生成烷基氟化物反应,R1-CH=CH-R2+HF R1-CH-CH2-R2,F,烷基化装置工艺化学原理,三、催化剂的化学原理 氢氟酸作为烷基化反应的催化剂，其反应机理可按“碳离子学说”来解释。首先作为催化剂的氢氟酸一质子酸将其质子（H+）付给有活化双键的烯烃，形成了带有强极性的碳离子。这种碳离子与苯核共轭键的电子相互作用，释放出质子，生成烷基苯。,烷基化装置工艺原理,装置的分馏原理 从烷基化装

7、置反应部分分馏出来的物料属于均相物系，要将均相物系分离，必须造成一个两相物系，才能将均相物系分离，并且根据物系中不同组分间某种物性的差异，使其中某个组分或某些组分从一相向另一相转移以达到分离的目的，化工中称此过程为传质。烷基化装置分馏是连续性的，LAB、HAB及烷烃物系是热敏性物质，这样的物系分离困难，化工中为了保证产品质量，通常采用减压蒸馏，以降低操作温度达到分离的目的。,烷基化装置工艺原理,装置的分馏原理气液两相平衡时可以变化的参数有四个：温度（T）、压力（P）、一组分在液相中的组成（X），另一组分在气相中的组成（Y）。任意规定其中两个变量，此平衡物系的状态就被唯一地确定了。化工生产中，通

8、常固定压力（通常的蒸馏可视为恒压操作），该物系仅有一个变量，而其它变量都是它的函数,烷基化装置工艺原理,装置的分馏原理,液态饱和液体线（tx）,气液混合态（平衡状态）,气态饱和蒸汽线（ty）,t,x（y）平衡温度-组成图,烷基化装置主要设备,烷基化装置主要设备,烷基化装置主要设备,烷基化装置主要设备,烷基化装置主要设备,烷基化装置主要设备,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统 a.反应系统从脱氢装置来的烷烯烃先经HF酸汽提塔进料换热器E-1203A/B壳程降温后，烷烯烃与新鲜苯和循环苯混合物料合在一起经烃进料冷却器E-1204壳程冷却，冷却后的物料与含酸苯进行混合一起进入静态混合器M-120

9、2；之后此股物料再与循环酸与含苯酸混合物料进行混合后进入下一段混合器M-1201，这后再经过联合进料冷却器E-1205管程冷却后进入烷基化反应器T-1202。烷基化反应部分流程图.docT-1202.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统 a.反应系统在烷基化反应器T-1202内液体向上流动，流出物送往烷基化沉降器V-1203，在此酸相与烃相分离。反应器在充满液体情况下操作，内有30层塔盘，以使两相充分混合，沉降器内也充满液体，烃相从沉降器顶部导出，酸相沉降后用泵P-1205A/B经FI-1205送回到烷基化反应器入口处的静态混合器M-1201；从沉降器出来的烃相经HF汽提塔进料换热器

10、E-1203管程预热，送往HF酸汽提塔T-1204。烷基化反应部分流程图.docT-1202.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统 a.反应系统V-1203分层罐内沉降酸和乳化层的高度用放射性密度检测仪（LI-2229）来检测，此仪器给出了准确的界面位置，操作人员应该注意保持沉降器中合适界面。如果酸变得过干，就会形成相当稳定的乳化层，则必须通过向干燥苯中注水或调整T-1201塔的操作来恢复良好的沉降。烷基化反应部分流程图.docT-1202.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统 a.反应系统在反应器的出口设有一个经过严格标定的酸烃比例计，通过它可以测出酸烃体积比，观察酸沉降

11、情况好坏。首先，全流量的物料通过玻璃计，然后同时关闭入口阀和出口阀，待酸沉降后，从标定过的玻璃计上读出酸/烃比。事后玻璃计必须用烷烃冲洗液冲洗以保护KEL-F衬里，防止衬里持续触HF酸变得模糊不透明。也可以读出各个流量仪表的读数，以酸流量对烃物流总量的比例来计算酸/烃比。另外可通过酸烃比例计组件上设有的循环酸和再生酸采样点，定期采酸样分析酸纯度和酸中水含量。,烷基化装置工艺流程说明,酸烃比例计,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统 a.反应系统此外，沉降器上还提供有差压（DP）界面仪表（LT-1283），在没有乳化层存在时，此仪表给出的界面指示对于操作员快速参考。沉降分离出来的酸经循环酸泵P

12、-1205A/B送到反应器入口循环使用，另外分出一定量送往酸再生塔进行再生，再生后的酸经E-1210A/B、V-1205、P-1207A/B送入V-1206后作为含苯酸送回反应器入口。烷基化反应部分流程图.doc,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统b.V-1216A/B/C酸贮罐 新鲜酸用专门的容器运来，用干燥的氮气通入容器顶部，加压将酸卸入酸贮罐V-1216A/B/C中。酸贮罐只有在向装置中补酸或往装置外退酸时才使用，但是应该经常检查贮罐内的压力及定期检查液面。V-1216A/B上各有一条撇油线，通过这些管线将进入酸贮罐内的烃类送回装置中去，从而使酸贮罐内的烃类减到最少。酸送入或排出装置

13、都用氮气压。V-216ABC.DWG,烷基化装置工艺流程说明,卸酸作业图,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔HF酸再生塔的主要目的是除去HF酸中带有重质不饱和物质，重质不饱和物聚集在塔底，较纯的HF酸从塔顶出来。从烷基化分层器V-1203底部出来的酸通过FIC-1206控制阀经过进料加热器E-1207壳程加热后，送入有13层塔盘的再生塔的第7层塔盘。从V-1206底部一股1含苯酸通过FIC-1214控制阀送到再生塔顶部作为回流。当主控室内塔底放射性高位报警器报警，说明塔底液面过高，应缓慢地将塔底物质送往中和池，直到塔底低液位报警器报警时停止输送。由于再生塔底物

14、有严重的腐蚀性，所以从再生塔底部到中和池的管线用16号碳钢或蒙乃尔合金钢管，在每一次再生塔排放后都要用烷烃冲洗。烷基化反应部分流程图.docT-1205.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔HF酸再生塔底配备温度指示计，由于置于气相中的温度计（TI-1232）温度读数与置于液相中温度计（TI-1224）所显示出来的温度读数不同，所以也可以用温度计指示来判断再生塔塔底的液面。再生塔塔底温度TI-1224应保持在160以上，以避免从塔底损失过量的HF酸和苯。但是如果在系统中有过多的水，塔底的温度应该降低以防止恒沸混合物蒸发。（在1个大气压下，40HF和60水

15、分在113共沸）。T-1205.DWG烷基化反应部分流程图.doc,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔应当注意各种进料物流都经过干燥，只会有极微量的水进入系统。在正常操作中，只有极微量的水需要从循环酸中除去。如果除去水份太多，酸会变得太干，导致沉降器中形成酸/烃乳化，造成过多酸夹带进HF酸汽提塔。如果干燥苯中水含量过高，这时再生塔底温度必须保持较低，直至循环酸中的含水量降到正常。T-1205.DWG烷基化反应部分流程图.doc,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔当酸中含水量较高时，不可避免地出现酸和苯过多损失及腐蚀速率加快，这

16、时操作员就应及时查出水含量超高的原因，并采取纠正措施。如果酸中水含量过低，为防止出现严重乳化现象，操作员一方面必须及时调节HF酸再生塔操作条件，使HF酸再生塔尽可能少的除去水；另一方面及时调整T-1201塔，增加干燥苯中水含量。,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔HF酸再生塔要有良好的操作就必须使再生塔的热输入分配良好，因此再生塔最好在设计条件或接近设计条件下操作，再生塔的大部分热输入是靠酸再生塔进料加热器（E-1207）提供的，其余由再沸器E-1209提供。再生塔塔顶蒸汽与HF酸汽提塔顶蒸汽汇集后到水冷换热器E-1210A/B壳程进行冷却。冷凝物送往不凝气放

17、空罐（V-1205），不凝气在压力控制下经PV-1202排至酸排放总管。注意HF酸再生塔的压力是由不凝气放空罐上的压力控制器PV-1202控制。T-1205.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统c.T-1205 HF酸再生塔从V-1205来的酸和苯用HF酸沉降器进料泵（P-1207A/B）抽出，送往HF酸沉降器V-1206，在此进行两相分离。应经常通过酸烃玻璃板比例计检查沉降器V-1206中酸的颜色，因为此颜色是对再生塔操作情况的很好指示。除了分析各HF酸物流外，直链烷基苯的溴价和重烷基化物的颜色也能表示出最近12小时或几天内再生塔操作情况，但这种关系是一种延时响应，其滞后时间主要取

18、决于HF酸再生塔进料/直链烷基苯的比。T-1205.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统d.T-2204 HF酸汽提塔从烷基化分层器V-1204顶部导出的烃相送通过E-1203A/B管层被壳程的烯烃进料加热后进到有20层塔盘的HF酸汽提塔的顶层塔盘。溶解在烃相中的HF酸与HF酸汽提塔进料中的部分苯一起汽提出来，从塔底出来的液体事实上已不含HF酸，但是会含有机氟化物，当受到高温时它们会分解并再次生成HF酸。HF汽提塔底物料通过塔底泵P-1208A/B将物料输送到苯塔T-1206HF酸汽提塔热量主要是由塔底再沸器E-1206提供。烷基化反应部分流程图.docT-1204.DWG,烷基化装

19、置工艺流程说明,一、反应器系统d.T-1204 HF酸汽提塔HF酸汽提塔的压力也是由不凝气放空罐上的压力控制器PV-1202控制。塔顶蒸汽与HF酸再生塔塔顶蒸汽汇集后在HF再生塔顶冷凝器E-1210A/B壳程中冷凝，再送往不凝气放空罐V-1205，在此液相（HF+苯）用泵抽往HF酸沉降器V-1206。不凝气从放空罐放空。所有进入装置的不凝气都收集在塔顶系统，并且在不凝气放空时有一些HF酸会排出。因此，在观察到过量放空时操作员就应弄清不凝气的来源，采取纠正措施。T-1204.DWG,烷基化装置工艺流程说明,一、反应器系统d、T-1204HF酸汽提塔在HF酸沉降器V-1206中，苯和酸相分离并循环

20、到反应系统去。含酸苯的流量控制FRC-1212由不凝气放空罐液面控制器（LIC-1207）来调节并送往烷基化混合器作为循环。从沉降器底部出来的含苯酸一部分经过流量控制计（FRC-1213）送往循环酸之中，另一部分经过流量控制计（FRC-1214）作为冷回流进入T-1205。沉降器中任何时候都应保持一定界面。在酸返回线上，有一条管线连接到酸烃比例计上，这样就可以经常观看酸的颜色，监视再生塔的操作情况。T-1205.DWG,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分 a.脱苯塔T-1206HF酸汽提塔底出料通过P-1208A/B进入T-1206塔（30层塔盘）的第13层塔盘，流量控制器（FIC-1210

21、）由HF酸汽提塔的塔底液面控制器（LIC-1206）调节。在苯塔中苯与重烃类分离，并在流量控制（FIC-1207）下循环回到烃进料冷却器E-1204壳程、E-1205管程进入烷基化混合器参加反应。任何残留在苯塔塔底的苯都将从烷烃塔顶循环到脱氢装置而被损失，任何残留在苯中的烷烃都不会有不利影响，因为苯是循环到烷基化反应部分去的。烷基化苯和烷烃分馏部分流程图.docT-1206.DWG,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分 a.脱苯塔T-1206苯塔的塔顶蒸汽送往由空气冷却的苯水冷器（E-2212），进入苯塔受器V-1207。苯塔的压力控制是在塔顶馏出线上，以压力控制器PIC-1204调节通往苯水

22、冷换热器的蝶阀。塔顶线和塔受器之间的压差由一个差压仪表（PDIC-1205）控制。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分 a.脱苯塔T-1206苯塔受器（V-1207）中的塔顶冷凝物一部分在流量控制（FIC-1220）下经塔顶泵P-1209A/B返回作为塔的回流，FIC-1220的流量由第6层塔盘的温度TIC-1203调节。另一股冷凝物作为循环苯在并在流量控制（FIC-1207）下循环回到烃进料冷却器E-1204壳程、E-1205管程进入烷基化混合器入口参加反应。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分 a.脱苯塔T-1206苯塔重沸器的热输入由一个热油量控制器（FIC-1208）调节，反应系统

23、的循环苯量也由一个流量控制器（FIC-1207）控制，这样在烷基化反应部分能获得理想的苯/烯比。苯塔受器是装置苯藏量的缓冲罐，在受器上方带有高、低位报警的液面记录仪（LR-1210），必须通过调节苯汽提塔进入装置的补充苯流率来调节苯塔受器的液面。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分b.脱烷烃塔T-1207苯塔的塔底液用苯塔塔底泵P-1210A/B在一流量控制器(FIC-1221)的控制下送往脱烷烃塔，该流量控制器由苯塔底液面控制器（LIC-1209）调节。脱烷烃塔为一减压操作的填料塔，在塔顶部分有一接触冷凝器，此冷凝器由一填料段组成，正构烷烃经脱烷烃塔塔顶冷却器（E-1215AH）冷却后，在

24、流量控制（FIC-1226）下连续回流到填料段上，以冷凝从集油箱升气管上升的蒸汽，在塔顶管线上有一温度报警，以便指示出接触冷凝器的性能。烷基化苯和烷烃分馏部分流程图.docT-1207.DWG,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分b.脱烷烃塔T-1207一部分正构烷烃从集油器出来，经一流量控制器（FIC-1238）作热回流返回到集油器下方的填料净化段，此流量控制器由集油箱液面控制器（LIC-1211）来调节。这些热回流和冷回流加上净循环烷烃都用脱烷烃塔塔顶泵P-1211A/B抽送。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分b.脱烷烃塔T-1207从塔顶集油器出来的净产正构烷烃在流量控制（FIC-1

25、223）下送往脱氢装置进料缓冲罐（此流量控制器由塔上段液位控制器LIC-1211调节）。先再蒸塔塔顶冷凝器E-1221壳程，再经过脱氢中段回流冷凝器管程E-1106，再经过汽提塔塔底换热器E-1109A/B，再经氧化铝处理器V-1106A/B除去结合的氟化物。通过调节重沸器热油控制器来控制塔的热输入。冲洗液泵P-2211A/B也从烷烃塔集油箱抽出，在集油箱液面（LSLL-1211）低报时，便有一低液面停止信号送往循环烷烃流量控制器（FIC-1223），烷烃循环便停止以保证供应冲洗，冲洗维护是重要的，以防止泵密封接触HF酸而损坏。如果出现了低液面停工，需要立即注意观察脱氢装置，以免脱氢进料泵空转

26、。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分b.脱烷烃塔T-1207脱烷烃塔的热输入由重沸器热油流量控制器FIC-1227来加以控制。接触冷凝器下方的压力由不凝气循环管线上的氮气补充控制阀（PV-1207）和真空设备的操作方式来控制。脱烷烃塔的净产塔底产物在流量控制器FIC-1224（此流量计又由脱烷烃塔塔底液面计LIC-1212进行调节）的控制下用泵送往再蒸馏塔。塔底物一部分冷却后的脱烷烃塔塔底液体返回到烷烃塔底（停留时间短）对塔底进行急冷，急冷流量根据烷烃塔底液体温度（TIC-1238）调节。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分b.脱烷烃塔T-1207脱烷烃塔的操作要使得塔顶液和塔底液中的杂

27、质量达到最少。塔底液中有正构烷烃存在就会在直链烷基苯产品中出现，而直链烷基苯中正构烷烃的含量一般是有严格规定的。在塔顶液中存在任何烷基化物除了损失产品外还会使脱氢装置催化剂结焦和失活。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分c.烷基化物再蒸馏塔T-1208 洗涤剂烷基化物和重烷基化物的分离是在减压条件下在再蒸馏塔内进行的，再蒸馏塔为填料塔，塔顶有一接触冷凝器，塔顶泵从塔顶集油器抽液，一部分在流量控制FIC-1228（由集油器液面LIC-2210调节）下进行热回流，另一部分在流量控制（FIC-1229）下经换热器E-1221、E-1227、E-1220等三道换热器冷却后作为冷回流返回塔顶。第三股净

28、产塔顶物经换热器E-1221、E-1227、E-1220等三道换热器冷却后再经过白土处理器V-1209A/B，通过精馏部分温度TIC-2226串级调节下，通过流量控制（FIC-2221）（由集油器液面LIC-2210调节）送往产品贮罐中，直链烷基苯产品在正常情况下送往日产品罐中。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分c.烷基化物再蒸馏塔C-2206 重沸器的热油由FIC-2219控制流量，塔底产品由FIC-2218控制流量（由塔底液面计LIC-2209调节），全部塔底物用泵送往重烷基化物冷却器E-2220，一部分冷却后的塔底物返回塔底做为急冷液。急冷液用途及其控制的方式与脱烷烃塔所用急冷类似。

29、为了使直链烷基苯产品符合溴指数规格，必定有一些产品随重烷基化物损失掉，这样在塔底物中一般约含1015直链烷基苯。切割方案的选择视洗涤剂烷基化物的用途和重烷基化物的用途而定。在一般情况下，塔底液的量为塔进料量的810，其中约含10的塔顶产物（作为驱油用烷基苯原料时塔底产物中塔顶产物含量相应增加）。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分d.苯汽提塔C-2201 此塔是利用溶解在烃中的水的高挥发性在塔底获得不含水的苯，它也从苯或不合格进料中脱除溶解氧或不凝物。从油品的苯进料罐T-2103A/B/C来的苯，用进料泵P-2103A/B/C送往塔顶受器，其流量由塔顶受器液面控制器（LIC-2213）进行控

30、制。苯经过塔顶泵（P-2202A/B）在流量控制器FIC-2226（由塔底液面控制器LIC-2211调节）控制下进行回流，补充苯泵P-2203A/B经苯汽提塔换热器送往反应部分，去装置的补充苯也有流量控制（FIC-2225）。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分d.苯汽提塔C-2201苯汽提塔顶受器通火炬（注：2004年检修时在通火炬的管线上增加一压控阀PV-2220），其体积大小足以使水分有足够的沉降时间，有小股氮气进入受器，以保持有轻微的氮气吹扫，水收集在受器水包内，当水包上的液位计（LIC-2212）显示有水时，可通过开现场的手阀直接将水排出。塔底的苯中一般含水量小于20ppm，如塔操

31、作良好，实际上含水量还要低。干燥苯管线配备有在线含水量分析仪AR-2201，此塔的热输入由带有热油量控制器（FIC-2223）的热油重沸器提供。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分e.氧化铝处理器氟化物能使脱氢装置催化剂中毒，必须从送入脱氢装置的循环烷烃中除去，循环烷烃依次通过二个串联的氧化铝处理器，氟化物在此除去，使送往脱氢装置的混合进料中氟化物小于1ppm，此处理器在脱氢装置操作手册中叙述。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分f.冲洗系统有一些使用HF酸的设备需要外来冲洗液，以达到连续将酸从设备敏感部件冲洗出去。在HF酸设备上，对泵的双机械密封要连续用外来的正构烷烃冲洗。利用提供的转子

32、流量计监测，每台泵每分钟需0.011m3的冲洗液，通过手阀来调节冲洗液的用量。酸设备的玻璃板液位计，如HF酸沉降器玻璃板液位计和酸烃比例计，在每次使用后都必须冲洗，这样就不会有酸长时间存留其中破坏KEL-F衬里。用从玻璃视镜顶部引入的冲洗液将酸或是带酸的烃类压回到容器中。经过很好冲洗以后先关掉冲洗液，然后排出少量冲洗液，直至在玻璃视镜中能看到冲洗液液面（以防热膨胀）为止。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分f.冲洗系统用烷烃作为冲洗而不使用苯，是因为苯具有长期的潜在毒性。用冲洗泵P-2211A/B从烷烃塔顶泵入口抽出烷烃送往需要冲洗的地方。冲洗液泵与备用泵安装在一起，后者的电源是始终供应的。

33、冲洗液流量由带有低流量联锁（FALL-2217）报警的FIC-2217来控制，这样即使发生短期停电时，备用泵能自动启动，保持冲洗。停电时应立即关闭循环烷烃控制阀（FV-2214）和循环烷烃流量控制器（FIC-2274）以保证烷烃冲洗液的供应。当烷烃塔集油箱的液面不断下降时，烷烃循环会自动联锁（LALL-2208）停止。,烷基化装置工艺流程说明,二、分馏部分f.冲洗系统集油箱中的烷烃在最低冲洗速率下应保持30分钟至1小时的用量，这部分烷烃用于将泵冲洗干净，并在冲洗压力下将泵截断，或者在冲洗停止后把泵壳排空（注：在泵壳打开排放时，应插上旗子提醒工作人员在再起动泵前要关闭排放口）。冲洗液在冷却器E-

34、2217中冷却，然后送往冲洗液粗滤器和冲洗液过滤器，用一差压仪表（PDI-2204）来监视通过粗滤器和过滤器的压差，在下游有一块带有低压报警PAL-2205的压力表，粗滤网滤去50微米的颗粒，过滤器则除去5微米的颗粒，冲洗液滤去颗粒后大大提高了泵机械密封的寿命。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分在正常操作的UOP洗涤剂烷基化装置中，废物、对人体有害的物质和不需要的副产物是极少的。只要谨慎小心，这些少量的物质是能够安全适当地处理的。针对工艺废物具有潜在危害的性质，以及HF酸固有的危害，UOP洗涤剂烷基化装置开发了专门的废物管理措施，下面简要叙述这些方法，以及如何安全处理HF工艺的废物，以防止

35、污染环境。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分a.气体的处理1）非酸性气体：非酸性烃类气体按照炼厂通常处理措施送往火炬。2）排酸系统：而含酸气体由于其腐蚀性和气味，不能送往正常气体排放系统，因此，所有酸性气体的放空阀和安全阀都要用管子连接到单独的排酸系统。排放的酸和放空酸气体首先送往挡板式汽液分离罐（V-2213），从挡板式汽液分离罐出来的酸性气体进入排放气洗涤器，在洗涤器中与氢氧化钾溶液逆流接触进行洗涤，从排放气洗涤器顶部出来的中和后的气体送往非酸性排放集气管，最后送往火炬。进入排放气洗涤器的烃类从烃一侧的挡板上溢流，并收集起来。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分a.气体的处理排放气洗

36、涤器里HF酸中和反应如下：HF+KOHKF+H2OKOH溶液用KOH循环泵（P-2219A/B）连续循环到洗涤器顶部，KOH循环泵和一台备用泵连接在一起，后者接上配有自动起动系统的不间断电源，在循环KOH流量过低时，备用泵就会自动起动以保证中和过程连续进行。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分a.气体的处理KOH溶液中通常保持510（重）KOH，循环KOH溶液中的KOH和KF含量应由化验室每天检查一次，在排放大量酸性气体或排放了大量酸之后应立即检查循环KOH状况。洗涤器底部的体积应能容纳大量循环KOH，补充的KOH在KOH混合罐内溶解，并由KOH输送泵（P-220A/B）输送。溶解步聚：将称

37、量的固体KOH放在混合罐的格栅上，加水至高于KOH处，使水循环直至KOH溶解，如KOH块太小，不能放在格栅上，则可放在一个有许多开孔的容器里。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分a.气体的处理为了保持KOH循环液中有高含量的KOH及低含量的KF，循环KOH必须有一再生系统。我厂的KOH再生在装置外进行。KOH再生是依据下述反应：2KF+Ca(OH)22KOH+CaF2,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分a.气体的处理3）令人讨厌的烟雾和气味唯一可能产生有害烟气的区域是中和池，为防止这些有味气体扩散到周围，中和池应盖严，并且每个中和池配有一个小的放空洗涤器。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和

38、部分b.液体的处理1）废水：本装置配备有二个分开的下水系统以保证不含酸的水和可能含酸的水分开。无酸废水基本不含杂质，直接送往废水处理系统或油水分离器。可能含HF酸的水直接送往酸水排放系统，并收集到中和池内。这些潜在的含酸废水包括含酸区域路面流下的雨水、洗涤水、重质烃类，还有可能带HF酸的废水中和介质。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分b.液体的处理1）废水：在中和池中，石灰将HF酸或其它微量可溶于水的氟化物转化成氟化钙，氟化钙非常惰性并且在水中的溶解度极小，一旦生成氟化钙，它将立即沉降下来。当中和池中液面升高时，干净的基本无氟化物的水排放到水池中，最后泵自动在液面控制下送到污水处理系统。,

39、烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分b.液体的处理2）中和池：中和池是两个并联的槽，这两个并联的槽按以下方式交替操作，打开一个槽的入口管线，关闭出口管线，由于直接进入槽内的地面排放物很少，所以除非用酸设备正在排放、恒沸混合物正在中和或有暴雨，通常入口的流量很小，甚至根本没有流量。操作员在巡回检查中应检查运转中的中和槽内的PH值，如果PH值过低则应起动混合器几分钟使石灰浆液充分混合。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分b.液体的处理2）中和池：当第一个中和槽已满，就关闭其入口阀，打开另一个中和槽的入口阀，然后用PH试纸对第一个槽进行检验，如有必要加以搅拌。经过一段时间的搅拌后，如仍呈酸性，则应

40、加入一些石灰直至槽内稍呈碱性。当用酸设备有大量排放时，应连续对运转的中和槽进行搅拌，并频繁地用PH试纸检验酸性，搅拌不要过于剧烈致使槽内泡沫溢出。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分b.液体的处理2）中和池：沉降以后，打开第一个槽的出口阀，将流出物送往污水池，然后再用泵从污水池中抽走。偶尔也需要从两个中和槽内运走氟化钙。由于这些泥渣是惰性的，所以它能够用作垃圾场回填料而不会造成环境问题。在长期降雨量少时，也可能需要往中和池内加水，以防止槽内的石灰变得太稠。、期焦油可以向、期中和池的任何一个池子排放，但期酸区的污水必须经过期中和池处理。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分c.工艺固体废物：这

41、些废物是在活性氧化铝处理工艺流体脱除氟化物过程中产生的，经过一段时间后氧化铝失去了脱氟化物的能力。这时认为这些氧化铝已报废，并且需要换上新鲜氧化铝，这些“废”氧化铝是惰性的，能够并且已成功地用于土地回填，建议用等量的石灰与废氧化铝混合以抑制氟化物浸溶。,烷基化装置工艺流程说明,三、中和部分d.其它固体废物怀疑与HF酸接触过的物质，如抹布、木材、管线保温材料和填料等要放进专门提供的处理罐，以便运走，并定期烧掉。这些废物在正常装置操作时或大修期间都可能产生，此工作区尽可能少用木制工作台或其它木制品，金属工作台从有酸区搬走前需要加以中和。,烷基化装置工艺流程说明,四、回炼系统曳出苯处理器流出液，烷烃

42、塔塔底液，再蒸馏塔塔顶和塔底馏出液，使操作具有最大的灵活性。不合格物料经过不合格产品冷却器E-2222送往不合格品罐，使操作具有最大的灵活性。不合格产品用不合格产品泵经一截不合格产品线用来输送苯汽提塔塔底液，止阀和流量计（FI-2226）送回装置，进入苯汽提塔受器或是不计量地作为苯塔进料。,烷基化装置工艺流程说明,四、回炼系统不合格物流送往哪条路线取决于罐中的数量、组成和杂质情况。非常重要的是要保持不合格品罐内无水，以避免出现腐蚀。如果水与不合格物料一起进入罐内，不合格产品若返回苯塔中，则腐蚀就会发生。作为一种额外预防措施最好将不合格物料送回苯汽提塔，在此将水和不凝气汽提出来从塔顶受器中排出。

43、建议尽可能减少不合格产品罐的藏量，以便在紧急情况时有退料的空间。如果不合格产品罐曾经被酸污染过，那么罐里的物流绝不能再回到苯汽提塔受器里，而宁可作为苯塔的进料。,烷基化装置工艺流程说明,五、真空系统2010年装置扩改期间对抽真空系统进行改造，由蒸汽式抽真空改为机械式抽真空。真空泵系统目前共设3台同型号的真空泵，正常生产开2台，1台备用。C2205、C2206顶不凝气经过水冷器冷却，经过气液分离器分离，进入罗茨风机、干式泵进行抽真空。P-2228A/P-2229A抽C-2205，P-2228B/P-2229B抽C-2206，P-2228C/P-2229C可以抽C-2205、2206（可切换使用）

44、。,烷基化装置工艺流程说明,五、真空系统P-2228A/P-2229A、P-2228B/P-2229B、P-2228C/P-2229C真空泵由两级组成，第一级罗茨风机，第二级干式泵。每台罗茨风机设置一台变频电机，变频范围为20-70Hz。PRC-2203、2206与频率窜接控制，根据塔内负压的化变改变转速。原补充N2的控制阀PRC-2203、2206保留，仍可利用补充N2的大小来调节塔压。,烷基化装置工艺流程说明,五、真空系统干式泵型号EDP400，该泵为正向排气的三级旋转泵，内有三对互相咬合的爪式转子（安装在共同的轴杆上），这些转子通过调速齿轮来保持正确的相位关系。为防止扭矩过大，在电机和泵

45、体间安装有转矩限制器。此泵自带间接冷却系统，冷却液通过自然对流而流过泵体带走热量。在出口和泵最后一级入口之间安装有压力安全阀。出口接11/2管排向C2207。,烷基化装置工艺流程说明,五、真空系统罗茨风机型号EH2600,该罗茨风机顶部配置入口隔断电磁阀。入口连接10电磁阀。转动机构由两个八字型转子组成，气体通过转子的高速旋转而增压排出，送入下部的干式泵。该泵在出口夹套配置后冷器。为防止电机过载，该泵联轴节采用液力联轴节。EH2600和EDP400均为有油润滑，并在运行中及停机后30秒内对轴封进行氮气吹扫密封，确保在泵运行期间轴封保持正压，防止腐蚀性或毒性工艺气体进入联轴节箱或变速箱，防止泵油

46、对工艺气体的污染，防止碎片损坏轴封。,烷基化反应主要操作条件,一、温度苯的烷基化反应是放热反应，温度升高平衡常数降低，因此从热力学角度分析，不希望升高温度。但苯的烷基化反应热效应不大，故在温度变化不大的范围内，温度对反应平衡的影响并不大。从动力学因素看，温度升高可促使反应速度加快，但副反应速度同时也加快，故从两方面综合考虑，烷基化反应的温度宜低不宜高。一般采用一段混合一段沉降反应系统，对反应器温度的主要控制是要使温度足够低以使得在正常操作压力下HF酸维持为液相，混合器温度设计为54。（考虑到反应温度对设备腐蚀的影响，正常生产下，反应温度应该控制在50。）,烷基化反应主要操作条件,二、压力 烷基

47、化反应是分子数减少的反应，压力升高有利于反应，但对液相应来说，影响不大。反应系统压力控制主要是保证全部反应在液相中进行，本装置混合器设计压力为0.88MPa。,烷基化反应主要操作条件,三、苯烯分子比（摩尔比）苯烯分子比选择是否合理，是直接影响产品质量和收率的重要因素，从苯和正构单烯烃的烷基化反应式中可看出，一分子苯和一分子单烯烃反应，就可以生成一分子的直链烷基苯，大多数工业装置操作采用苯烯比为512，比值低于5会使收率结构达不到UOP的保证值。一般采用苯烯分子比设计为8:1,烷基化反应主要操作条件,三、苯烯分子比（摩尔比）苯大大过量的原因是：a.活化能数据表明，烷基苯的活化能比苯低，在烯烃存在

48、的条件下，如果苯与烯烃分子数接近，烯烃就首先和烷基苯起反应生成二烷基苯。如果苯大大过量，一方面稀释了已经生成的烷基苯的浓度，另一方面，苯和烯烃的接触机会增多，由此弥补苯的活化能比烷基苯高的弱点，使苯能够和烯烃反应生成烷基苯。,烷基化反应主要操作条件,三、苯烯分子比（摩尔比）苯大大过量的原因是：b.过量苯存在，促进已生成的二烷基苯歧化，脱去一个烷基重新生成单烷基苯。反应式可表示为：过高的苯烯比（超过8:1），使操作费用增加过多，而对烷基苯收率影响不大。,烷基化反应主要操作条件,四、酸烃体积比 在混合器入口，氟化氢和碳氢化合物的体积比设计值为1.5:1。保持过量HF，主要目的是使烷基化反应在充分的

49、催化剂条件下反应，使反应进行完全。保持足量的酸还有另一个原因，就是它还能选择性抽提某些烷基化反应副产品一重质芳烃，以提高产品质量。但酸烃比大于2时效果不明显。大多数工业装置操作所采用的酸烃比为1.52.0。而较低的比值是在处理量大于设计值情况下获得的，这可能是改善了混合的结果。减少HF酸循环量不会明显地影响操作费用，但是最终产品的溴指数都有增高的趋势。,烷基化反应主要操作条件,五、HF酸再生量与直链烷基苯产品量比HF酸具有选择性地抽出一些烷基化反应的重质芳烃副产物的特性，否则这些副产物会影响产品的质量。酸越纯，产品质量就越好。在HF酸再生塔底收集到的多环芳烃都是高度不饱和化合物，它们将会影响再

50、蒸馏塔塔顶产品和塔底产品。在塔顶产物中，它会使直链烷基苯的溴指数增高，在塔底产物中，它使重烷基苯的颜色变深。如果HF酸再生塔操作状态良好，那么进入再生塔的进料量就决定了循环酸的纯度。这个数值用HF酸再生塔进料/直链烷基苯产品之比来衡量。一般比值为0.51.6。,烷基化反应主要操作条件,五、HF酸再生量与直链烷基苯产品量比如果HF酸再生塔操作状态良好，那么进入再生塔的进料量就决定了循环酸的纯度。这个数值用HF酸再生塔进料/直链烷基苯产品之比来衡量。一般比值为0.51.6。这个比值对于控制产品的质量是个非常重要的参数，并且对于溴指数有特别明显的影响，比值高则溴指数低。本装置正常时比值为1.6。在实