烷基化装置无合格异丁烷开工分析及开工过程

烷基化装置无合格异丁烷开工分析及开工过程 烷基化装置无合格异丁烷开工分析及开工 过程 … @,b 烷基化装置无合格异丁烷 开工分析及开工过程2?Lr 蚌油一分厂王尊吉 — —一 由于设备腐蚀等因素的影响.所贮备的 开工用异丁烷不符合要求(其中烯烃含量大 干17v),致使本次开工困难很大.针对这 仲持殊情况,我们进行了广泛认真的讨论分 析,确立了烷基化开工的特殊 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 ,使烷基化 开工获得成功. 1烷基化差置的基本情况 我厂烷基化装置是l进美国STRATCO 公司的专利技术——瘴出铀致冷藏酸烷基化 工艺 钢结构制作工艺流程车尿素生产工艺流程自动玻璃钢生产工艺2工艺纪律检查制度q345焊接工艺规程 .谈工艺具有辛娩值高收率高,强耗低 的特点.于1992年11月建成投产.设什处理 量为6万吨/年.主要工艺操作条件 反应:反应温度4,8? 反应压力0.4,0.45MPa( 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf ) 闪蒸罐压力 0,03tO.035MPa(表) 压机;入口温度一3,4? 入口压力?0’235MPa(衷) 出口温度50~65? 出口压力0.5tO.6MPa(表) 额定捧量173.4Nm’/min 该装置的开工可以使我厂轻油收率上升 0.7左右. 2烷基化的反应殛反应热 2.1烷基化反应 烷基化反应主要是异丁烷与丁烯在酸性 催化荆(如98%硫酸,氢氟馥等)作用下.生 成异辛烷等高辛烷值组分的反应. 主反应t .C+rC?一ic:(即t2.2,4一三甲基戊 烷)(I) l—C7+峨一2.3/2,4/2.5/3.3一二甲 基已烷或2--甲基--3--乙基戊烷(I) 2-C7+iC2—2.2,3/Z.2.412,3.4一三 甲基戊烷(II) 副反应: 叠合反应.如2c—C,胥化反应,异构 化反应以及裂化反应等.生成一些低沸点或 高沸点的副产品. 常规原料及烷基化油的组分见表1,表 2. 寰1常规康辆的组成1994—08掠宅) 组戒口C7nC_一liC匣C_-t崩C-’liC2nc2C.丁二婿合计 v0.651.3553.972.8n13.8S22,053.911.170000.251O0.O0 0.501IO055.OS2.8B】3,6921.713.851.1500OO.2399.99 2Z胜j掌科挂l997年 裹2蟪基化油的簟悼j叠蛆威 单体烃(m)单阵烃(―) 异丁境0.662.2,3一三甲基皮娩 15.26 正丁烷0.933,3一二甲基己娩 异戊烷1.B62.3,4一三甲基戍娩17.01 2.3一二甲基丁烷2.2B2一甲基一3一乙基戊娩3.64 2一甲基戊娩0.4923一二甲基己娩0.04 3一甲基戊娩0.2522一二甲基己娩0.01 2.2.3--三甲基丁烷0.152.{一二甲基己娩4.55 2.4一二甲基,!E娩2.332.5一二甲基己烷3.50 2.3一二甲基J置烷O.072一甲基庚烷 0.61 2一甲基己姹2.124--甲基庚烷 3一甲基己娩O.073--甲基庚烷仉O2 2.2.?—三甲基J置惋27.7.C16.41 音什100.00 2.2壕基化的反应热 烷基化的硼反应如叠合反应,酯化反应 进行较少,而且反应热又相对较小,为筒化计 算忽略不计.按主反应进行计算,计算方法如 下. 反应物(25?.I)一生成钧(25F..I)+反应热 ZLI-I~_z5e皇厶X=AFI,.1sc.I?H生.c=?H?.tsc.I?H.1sc II 1_, ?H匣rsc=厶c_?t?H主.25c,sc一乙C?t 反应钧(5?,L)一生成物(5?,I)+反应热 ?H盟.5?=?H.:sc+?H嚏.1卜s??H生.Ic一?H生.拈c+?H主.:s? ?.sc ?.嚣c年?H生.is?一?H瞳.t ?H.sc篁?H主.s?一?H蓝.sr=AH..:s?+(?H生.sc一?H.拈,sc)(i’4) 裘3反应和生成?的生成热置比热 \蛆戚2 .3-- 舶 \\‖iCnC一_t『1’属c二反C__I{1I)=甲基己烷 生成热(kJ/kg)一 298.I—2.2—124.4——I98.9—1959.3—1964.4 2312.I—— 比热s?(kJ/k譬??)2.{22.342.472.422.452.052.13 比热Z5C(kJ/h~-?)322.3O2.382.3O:.262.032-07 比热0Cd,J/kg-C)厶302.262.362.092.242.ol2.05 平均值c(kJ/k-?)2,3B2.302.422.262.342.052.OI 第四期胜:瞧科挂23 寰4异T婕分析t曩(奉次开工作原辩用?1997—05—26) 成 C;nc:C-_I+{c反C__l麒Clic:合计 厦目\\ 0.2080.2O1.0016.70O.80.70.20100.00 帆1.5380.871.O016.260.780.680.25101.00 分子量44585856/5656567Z57.5 将表3,4中的数据代入?式及反应式 I,I,I(注:反应式I,I中的产物致据分 别用2.3一二甲基己烷和2,2.4一三甲基戊 烷代替)得z 6Hf..=一634.9kJ/kg?反应物 一一 1.29MJ/kg?{ ?H..=一787.1kJ/kg?反应物 =--1.60MJ/kg?C__- . ._=--726.9kJ/kg?反应钳 =一1.’8MJ,kg?展c-_t . .K--690.5kJ/kg?反应钳 =一1.9OMJ/ke?反C7-, 接表1中c__1?ic=13?69,21?71 =38.6%?6I.I.将表’中的c-_一十iC7 =I6.26分解为tiC7=lO.Ol,c =6.25,则6H.-*一一1.29×lO?Ol一 1.6×6.25%一1.48×0.68一1.’×0?78% =一o.25MJ/kg?獗科=一1.41MJ/kg?iC7 与1994年8月标定的反应热?Ht.- =一o.48MJ/kg?獗料=一1.19町/kg? |c比较相近.计算误差在.L =18.5.这说明在缺乏标定数据时?可以通 过计算来获得反应热的数据. 3压缩机的启运盈制冷 3.I压缩机的主要参数 该压缩机为西薅DORSIG公司 GA355/4~离心式石油气压缩}IL.技术参致 觅表5. 3.2压缩机的启运 压缩机系统见图l. 在压缩机Pa(绝)大于P=0.312 MPa.所以此时开机不会出现系统气量不足 的问题(运行后.入口压力降低,异丁娩汽化, 补充系统气量)通过调整压机入口的蠛阀t控 制机入口的压力不大于0.123MPa(绝).返 飞动调整流量即可正常运行. 3.3压缩机制冷量 按正常操作流量G=8000Nm’/h 一20.50t/h计算zF一4在25?,0.2MP县 (绝)及O?,0.125MPa(绝)状态时.异戊娩 的饱和蒸汽压分别为0.9MPa(绝),o?35 M(绝),均大于其状态下的压力.所以全部 汽化. 胜掉科技1997蛀 衰sGA355/4压缩枉技术蠹据 数据项目单位 一 缓=级 压墙机 舟质丁烷 人口流量561o3858m’/h 吸入压力1.2352.90b自r(绝) 嗳入温度—2.823.7 捧出压力2.907,04hr(绝) 捧出温度26.057.7? 籍出功串638kw 遗度(1O0)11143rpm 第一临界遣度S154rpm 第二辖界速度19111rpm 旋转方向从麓驱动蜡方向看:逆时针旋转 径/h或Q_篁G?删–2O.54t,h×0.363 MJ/kg(0‖C时)=7.44GJ/h 若以表4中的i四作原料,剧允许最大 进料量为27.72t/b(0‖C),29.76t/h (25?),远远大于正常进料15,18ml/b,压 机嗣冷量无同鬻. 寰6?冷量的汽他灌热 ,\组成/ 疆目\c:n曩C-.I反C一_t.a平均C-.’ v()o.2080.201.oo16.70o.8o.7o.2o wt()1.5380.871.oo16.26o.78o.68o.15 25?汽化潜热(MJ曙)0_334o.326o-3640.359o.393o.393o.334o.33’t o?汽化潜热(;VdAe)3760.3Slo.381o.38’/O.4684680.3950_363 按差值法计算出5.C,30r时的汽化潜 热平均值分别为0.359MJ/kg,0.332MJ/kg. 4烷基化反应的沮虞控翩及反应器的初始 装料比 由于本次开工没有合格的异丁烷,加酸 乳化过程必将导致剧烈的反应.放出大量的 热量.从而使反应温度失控.因此量为FIt/h.冷荆异丁娩为Gtt/6.反 应嚣中装入部分原将(组成见裹4,密度为 0.55t/m=)及烷基化油(密度为0.70t/m’). 其中原料所占体积百分数为Xc.[重量百分 数为A=0.55Xc.I(O.70-o.15)(c.)].开压 机.将反应系统制冷到反应器温度5C,此 时,卜4(阅蒸簟)温度小于O?(正常在一1 ,一t?,计算时取0?).G一2保持2o,/6 的循环量不变,将反应视为瞬时反应(实际在 15分钟左右).并设t小时后,反应置度为 T?. 由于QtA—C}--(推导式从略——笔者 注).所以当F1+Fl=O时 6218)(c.+3Z6-t‖(205—1615A)l .j丽 按T.t条件求解如下 对于实际的烷基化反应来讲.反应温度 逐步升高.达到高点后逐步下降?实际反应完 全约需l5分钟左右的时闻,因而实现最高点 温度应在上式t1hr处. 若设.=0,FI或R=0,则反应达到最 高点,解得t 第四期胜蝽科技27 当T?3O?F?7.7t/h T?4O?F?15.Z6t/h 可见当反应器中装满烷基化油.开压机 制冷到反应器温度为5‖C时.若进料?7.7t/h 则反应器最高温度?30?. 5烷基化反应的带酸问翅 由于反应操作中的某些参数超出了正常 控制指标.所以易于发生酸携带问题. 从F一4捧酸情况可看出带酸量的多 少.从F一2.4采酸样分析.若酸浓度 >90,剐为物理带酸I若浓度<90%.则为 ,化学带酸.化学带酸多为缓慢情况.一般不会 大量携带. 在操作过程中,由于操作参数设定不合 理,楹暑发生物理带酸,这多敦是由于反应温 度高[如t反应温度3O?时,异丁烷饱和蒸汽 压力为0.l1MPa(绝)].反应系统中的烃类 发生瀑砖而造成酸,烃无法分离,造成大量带 酸,只要将反应压力做一些调整,使Pt= (绝)+0.02,0.035MPa.即可制止携 带, 因此,只要将反应参数控制在如下范围 内.一般不会出现酸携带: - ?反应温度t?50? ?反应压力P?(绝)+O.035MPa @硫酸浓度?9o%(<90%时退废酸加 新酸) ?酸碱洗电离器投用正常(pH?8,9) 6反应控制鲁数对烷基化反应的影响 控制反应温度,酸烃比,烷烯比等的主要 作用是保证反应向烷基化反应进行-尽可能 地减少副反应,在本次特殊开工中.这些鸯数 显然难达到.阻是只在一定程度上增加了 一 些副反应.使烷基化油品质降低.酸耗大一 些等,而不会影响反应系统的正常运转. 反应压力主要是保证反应在液相中进 行-杜绝汽化.如果压力过低,则烃汽化造成 严重的带酸. 7烷基化开工程序殛实际进程 7.1烷基化开工程序 经研究决定按反应温度T?5O?进行. 7.1.1反应投料 反应系统装料.原料占6O(v).其余为 烷基化油.F一2装硫酸40Ill.压机系统装C. 原料.F一6,4控制50液面. 7.1.2建立反应擂环 利用G一2进行,F一4—?G一2—?F一1 一F一2一F一1(管程)一F一4循环. 7.】.3开压机捃环降沮 用压机入口阀控制好人口压力.开压机 K一1.返飞动调整,使机组运行正常. 通过压缩机制冷.将反应温度降至4, 8?,反应保持压力>/o.42MPa(表). 7.1.4加酸乳化.反应进行 搅拌机注好封油.开搅拌机,使之运行正 常. 缓慢开加酸阀,加酸乳化.该阀应视反应 温度变化情况逐步开太,若温度上升很快,接 近50?时,逐渐减小加酸量,直至停加酸.待 温度小于5O?时,再逐步注入酸.(注:硫酸 浓度分析间隔为1次,4hr).这时一定要调 整反应压力?(绝).以防汽化带酸. 7.1.5调整操作.逐步进料 调整操作,使压机满负荷运行(返飞动量 接近零)控制好反应压力?0.化MPa(表). 反应温度4,8?,这时将进科(最好是系统 中循环异丁烷)逐步进入,甩G--1向分馏系 统甩油.调整好酸碱洗.分馏操作逐步趋于正 常. 7.2烷基他开工实际进程(1997一O5—24) 9t30烷基化装置装料完毕.其中反应 系统(F—l,F,2,F一4)装硫酸40m,原料 (c.)xc.=55(v),泉为烷基化油. 牲炼科技1997年 l0,00开G一2.岛=19.6t/h.建立 F--4一F一1一F--2一F一1r管程)一F一4 循环. 10;5O开G一1.建立封油循环.G, =1.5t/h(封油量). 1】,l0开K一1(压机).系绕降温. 压机出口63?.压力0.5MPa(表j入 口温度0?.压力<0.023MPa(表).流量 8000Nm’/h,返飞动为零. 16t10反应温度4?.开搅拌机. l6;40反应温度1.8?.进酸乳化(缓慢 开阀,因酸表坏,用手阀扣披估计流量),反应 温度迅速上升,这时压机将返飞动迅速调整 至零,正常负荷运行.最后温度上升至 (上接第9万) 加,造成减压系统的负荷大大降低,具体表现 在减压炉进料减少.减压炉的冷油流速降低. 冷油流速降低超过设计推荐值.易造成炉管 结焦,传热效率下降.减压炉的冷油流速应在 1.1,1.3m/s,而掺炼5O的阿曼油时减压 炉冷油流速只有0.92m/,,已低干指标的下 限.炉管的结焦情况还有特观察.但冷油流速 低必然会造成运转周期的缩短. (5)常顶产品的硫含量上升.由于进口 原油的硫古量较高.主要分布在常顶和渣油 产品中.有时高速200ppm当常顶生产制氢 料和重整料时,给制氢和重茧的原料预处理 带来了较大的困难. (6)常压收率远高于设计值,常压塔超 负荷运行.各中段回流巳满负荷.使得常压侧 线产品馏程重叠严重.常压塔的操怍弹性变 小. (7)由于胜利原油的来量减少,进口原 油量来量不穗.储存能力不足,有时短时间来 量较多,使得三常的加工难度增加.常减压 33.6?.而后理步下降. 注意反应压力?0.42MPa(表)’ G一2?l9.5t/h,井用G—l控制F--4液面 (G一2端液面). 2Oo0反应温度小于l5?,输入少量循 环异T烷(不大干3t/h). 21,O0反应温度降至12?. 2230反应温度小于l0?,开G一5(原 料覃)进科. 25日15t00全面正常. 本次开工因无合措异丁烷,使开工困难 很大.但经我厂广大技术人员努力,制定了切 实可行的开工方案.使烷基化开工成功.结束 了烷基化无异丁烷无法开工的历史. 系统负荷难以平衡. (8)公司平撕乙烯原料,AGO的需求量 减小.常二线_棚常三线只能去第二常减压电 精耐生产柴油.由于电精制的精制能力有限, 电沉降效果不好,电流超负荷,电离器多次出 现送电不正常.产品精制困难. s.2第二常藏压蓑置 (1)第二常减压装置由于设备未进行任 何动改.因此捧炼进口原油的掺炼比较小.对 整十换热网络啊常压,减压系统影响较小,主 要存在的问露是进口原油轻烃含量高.常顶 压力高,常顶瓦斯没有后路(无放火炬线),在 现有的四个低压瓦斯火嘴全部点燃情况下已 无力承受.搀练比为14时,常顶压力升至 0.061MPa,制约了掺炼比的提高. (2)由于进口油的粘度低,造成减底渣 油的粘度下降,针入度变大,昔遍在180 1/10mm左右,而榜炼前基本维持在120 l/】0mm,给沥青的生产带来了一定的困难.