异构化生产(塔化)
石油炼制课后思考题(参考)
热加工过程1. 为什么要对石油进行二次加工？石油一次加工只可得10～40%的汽油、煤油、柴油等轻质油品，其余为重质馏分和渣油。
2.石油二次加工的主要工艺过程有哪些？催化裂化：重质油轻质化的过程。
催化重整：生产高辛烷值汽油及轻芳烃。
催化加氢：石油馏分在氢气存在下催化加工的过程。
产品精制：提高产品质量，满足产品规格要求。
3不同的烃类热转化反应有什么差别？裂解反应，烃分子的链断裂生成小分子烃，是吸热反应；缩合反应，链断裂生成的活性分子缩合生成更大的分子，是放热反应。
4.简述烃类热化学反应的反应机理。
烃类热化学反应的反应机理是自由基链反应历程5.简述减粘裂化主要目的、主要操作条件、原料以及主要目的产物及其用途。
减粘裂化(Visbreaking)是重油轻度热转化过程。
按目的分为两种类型，一种是降低重油的粘度和倾点，使之可少掺或不掺轻质油而得到合格的燃料油，另一种是生产中间馏分，为进一步轻质化的过程提供原料。
主要操作条件包括压力，温度和时间。
减粘裂化的原料主要是减压渣油，也有用常压渣油的。
减粘裂化的反应温度在380～450℃之间，压力为0.5～1.0MPa，反应时间为几十分钟至几小时。
减粘裂化可以在加热炉管内或在反应器内进行。
近年来大多采用上流式反应器。
减粘裂化的产物主要是能用作燃料油的减粘残渣油以及中间馏分，此外，尚有少量的裂化气以及裂化汽油。
用途：采用新燃料技术，解决大气污染物排放问题。
劣质渣油在冶金方面的应用和用作造气原料等。
6.渣油的减粘裂化反应与高温裂解反应有何不同？原料：高温热裂解用的是以烃类为主要成分的馏分油，而减粘裂化用的主要是减压渣油，它不仅分子量较大，而且含有相当多的非烃类(胶质和沥青质)。
反应温度：高温热解的温度高达750～900℃，而减粘裂化的温度显著较低，只在400℃左右，这就导致高温热解主要是气相热反应，而减粘裂化则主要是液相热反应。
7.简述反应温度、反应时间以及反应压力对减粘裂化反应产物分布的影响。
芳烃抽余油生产高辛烷值异构化汽油的技术方案
芳烃抽余油生产高辛烷值异构化汽油的技术方案秦岭;张秋平【摘要】中国石化石油化工科学研究院开发了一种超强酸C5,C6烷烃异构化RISO-C催化剂,并提出了一种生产清洁、优质的高辛烷值异构化汽油的技术方案.该方案以芳烃抽余油为原料,采用脱异己烷塔(DIH)+异构化反应的工艺流程,DIH塔顶、侧线和塔底分别得到异构化汽油产品、异构化反应原料和C7以上组分,最终可以得到辛烷值RON大于86的C5,C6异构化汽油产品.%SINOPEC Research Institute of Petroleum Processing has successfully developed a solid superacid catalyst developed RISO-C catalyst for paraffin isomerization of C5/C6.A technical proposal has been proposed for production of clean and high-quality isomerate gasoline with a process of "deisohexanizer (DIH) + isomerization".The isomerate product,isomerization feedstock and C7+ fraction are obtained from overhead,side-draw and bottom of DIH column respectively.The process is capable of producing C5/C6 isomerates with RON ≥86.【期刊名称】《炼油技术与工程》【年(卷),期】2017(047)008【总页数】5页(P33-37)【关键词】芳烃抽余油;烷烃异构化;超强酸催化剂;清洁汽油;辛烷值【作者】秦岭;张秋平【作者单位】中国石化石油化工科学研究院,北京市100083;中国石化石油化工科学研究院,北京市100083【正文语种】中文异构化汽油是一种高辛烷值、低硫、无芳烃和烯烃的环境友好产品，是提升汽油品质的必要组分之一。
利用轻石脑油异构化技术生产优质汽油调和组分_胡云峰
② 氢 气 一 次 通 过 流 程 (HOT)：Penex 工 艺 ， 采 用 I-8 催 化 剂 ，产 物 RONC 为 83～86。
③ 完 全 异 构 化 流 程 (TIP)：Penex 异 构 化 与 分 子
作 者 简 介 ： 胡 云 峰 ， 工 程 师 ，2008 年 毕 业 于 大 连 理 工 大 学 化 学 工 程专业，获硕士学位，主要从事新建炼油项目工艺装置筹建工 作 。 E-mail ：huyf_dl@
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中外能源 SINO-GLOBAL ENERGY
烷
分 离 器
氢气 干燥器 反
应
轻石
器
MP 反 应 器
分 离 塔
脑油 干燥器
正戊烷
及 C6
CW 尾气
MP
CW异 构 化油
异构 化油
图 3 异构化脱异戊烷塔组合流程 注 ： 异 构 化 油 辛 烷 值 87~90
2.2 国内异构化技术现状 我 国 C5/C6 异 构 化 催 化 剂 生 产 和 工 业 应 用 虽 有
部 分 下 游 设 脱 异 己 烷 塔 ， 塔 侧 线 分 离 出 正 构 C6 和 甲 基 戊 烷 以 及 其 他 C6 环 烷 烃 ， 循 环 至 异 构 化 反 应 器 ，产 物 RONC 为 87～90。
⑤ 模 似 移 动 床 吸 附 分 离 组 合 流 程 (Penex/
Molex)：与 TIP 工 艺 一 样 ，利 用 分 子 筛 吸 附 分 离 出 正
烷烃异构化在国外已是成熟的工艺过程，特别 是 以 C5/C6 烷 烃 为 原 料 的 异 构 化 工 艺 发 展 较 快 ， 美 国 环 球 油 品 公 司(UOP)和 法 国 石 油 研 究 院 (Axens) 的 C5/C6 烷 烃 异 构 化 技 术 处 于 世 界 领 先 地 位 。 C5/C6 异 构化工艺主要分为两大类，即原料一次通过型和正
异构化装置操作规程
083�092 014�023 201 一 R
期未�期初
期未�期初 ℃ 目 项
部
部 度
底
顶 温 1 号序
器应反
04 021 361 27 59.0 9.0 04 04 85 14 2.0 51.0
7
2 2 41 3 13
�品产 t/lacK 万 37.66�
器应反)4( 炉业工)3( 器热换)2( 器容)1( 数台总备设艺工 耗能总 置装出运 置装入运�量输运 渣废)3( 气废)2( 水废)1( 量放排废三 6 5 4 9 8
�品产�t/JM9872 次一年两 次一年两 剂化催废 气烟 放排断间 a/t51 a/t27.51 a/t51 a/3mN0003 h/t7.1 7
气油顶 101-T .2
区罐回返油格合不
置装出油汽质改 �部底�201-T �层 45�101-T �程壳�2/401-E
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介 简置 装 化构 异
节一第
述概
章一第
4
。充补网管气然天由 分部足不 201、101-F�嘴火 201、101—F 到送接直�气干的%46.2 生产约置装本 。区罐油品成去置装出下制控位液底 201-T 在路一另�剂 收吸作顶 101-T 去下制控量流在路一�路二分分组油汽值烷辛高后然�℃04 至却 冷 601-E 器凝冷分组油汽值烷辛高去后最�源热器沸重部底作 101-T 为作 301-E 去后 其 � 热换 油 汽 烷 乙脱 与 2.1/201-E 去 压 自 靠 分组 油 汽 值 烷辛 高 的 底 塔定 稳 。区罐 品成去品产为作下制控面液 201—V 在分间一另 �度温顶塔制控以流回打顶塔往下 制控度温顶 201-T 在分部一�后出抽�泵流回顶塔定稳�2.1/401—P 经烃态液底 罐 201-V�制控行进阀控压上管出馏顶塔由力压顶塔�离分液气行进� �罐流回顶 塔定稳�201-V 入进后却冷�器凝冷顶塔定稳�701-E 经�烃态液的顶塔定稳 。制控来阀节调量流汽蒸的 2/401-E 入进由度温底 塔定稳�热加汽蒸用采 2/401-E�热加物产应反用采 1/401-E� �2.1/401-E�器沸 重台两设底塔定稳� �油汽化构异即�分组油汽值烷辛高出底塔定稳�烃态液出顶 塔定稳。离分油汽化构异与烃态液将中塔定稳在�后塔定稳入进油汽烷乙脱 。来出吸脱烷乙解溶油汽烷乙脱使度温底 101-T 制控以 �热供热换次二分组油汽值烷辛高由器沸重该�305-E 器沸重有设部底 101-T 。部中 201-T 入进后热换分组油汽值 烷辛高与�器热换油汽烷乙脱—分组油汽值烷辛高�2.1/201-E 往打下制控位液 底 101-T 在并�出抽�泵料进塔定稳�2.1/301-P 经油汽烷乙脱的部底 101-T 。料燃的 201、101-F 为作 301-V 罐液分斯瓦入排下制控力压在顶 101-T 自气干 。来下收吸烃态液的含所中气富将剂收吸�触接分充上板塔在剂收吸的下而上自 与气富的上而下自�中 101-T 在。部中 101-T 去气富顶罐 101-V�剂收吸作部上 �塔收吸�101-T 去下制控级串量流及位液 101-V 在�出抽�泵油汽粗�2.1/201-P 泵 经 油 汽 粗 的底 罐 101-V 。 离 分 液 气行 进 � 罐 离分 汽 油 � 101-V 去� 后℃ 04 到 却冷�器冷空物产应反�501-E 去后然�热换料原与 6-1/101-E 去次再�源热作 �器沸重底塔定稳�1/401-E 底�塔定稳�201-T 去�物产应反的 201-R 开离 。天 7�5 需约生再焦烧次每�生再法湿用采置装本�月 个 4�3 约限期周应反个一。生再焦烧剂化催对工停要时此�℃014�004 达度温 应反�期末应反到。天/℃1�5.0 为般一�度温应反高提断不要�值烷辛的要需 到得了为�低降所有性活剂 化催行进的应反着随�℃003 约度温应反期初。度温 应反整调时及�值烷辛的油化构异置装出据根要�键关的置装本是分部应反。高 提值烷辛油汽使应反学化列系一等化裂、合叠、化构芳、化环、氢脱行进分组料 原�下用作剂化催在料原中器应反。应反行进续继�器应反段二�201-R 进再后 度温需所到热加�炉热加段二�201-F 进再物产应反段一�此因�右左℃03--02 约 降 温应 反 �应 反热 吸是 应 反。 � 器 应 反 段 一 � 101-R 去 � 后 度 温 需 所 到 热 加 �炉热加段一�101-F 经再�热换�器热换料原—物产应反�6-1/101-E 物产应反 与次依下制控量流在�置装化构异入进�泵料原�2.1/101-P 经区罐自料原 述简程流艺工 明说程流艺工产生 节二第
C5C6低温异构化装置生产运行总结
石 油 炼 制 与 化 工 ＰＥＴＲＯＬＥＵＭ ＰＲＯＣＥＳＳＩＮＧ ＡＮＤＰＥＴＲＯＣＨＥＭＩＣＡＬＳ
２０１９年 １月 第５０卷 第１期
犆５?犆６ &tu>wxo
吴 振 华
（中国石化塔河炼化有限责任公司，新疆 库车 ８４２０００）
摘 要：中国石化塔河炼化 有 限 责 任 公 司 ３００ｋｔ?ａＣ５?Ｃ６ 异 构 化 装 置 采 用 ＵＯＰ 公 司 低 温 异 构 化 技 术，工 艺 流 程 为 ＰｅｎｅｘＤＩＨ（异构化反应脱异己烷塔），以重整预加氢装置预分馏塔塔顶的 Ｃ５?Ｃ６ 轻石脑油为原料，生 产 研 究 法 辛 烷 值 大 于 ８５ 的 异 构 化 产 品 。 对 该 装 置 ２０１５—２０１８ 年 运 行 的 原 料 油 组 成 和 杂 质 含 量 、装 置 的 操 作 工 艺 条 件 、异 构 化 产 品 性 质 、物 料 平 衡 及 能 耗 等 进 行 总 结 ，并 对 装 置 运 行 过 程 中 存 在 的 问 题 进 行 分 析 ，提 出 改 进 和 优 化 的 建 议 。
来自重 整 预 加 氢 装 置 的 轻 石 脑 油 经 脱 氮、 脱 氯 、脱 水 处 理 后 ，其 中 的 氧 、氮 、硫 和 水 质 量 分 数 均 低 于 ０．１ ｇ?ｇ，与 经 过 脱 氧 、脱 氯 、脱 水 处 理 后 氧 、水 质 量 分 数 均 低 于 ０．１ ｇ?ｇ 的 补 充 氢
收 稿 日 期 ：２０１８０４０３；修 改 稿 收 到 日 期 ：２０１８０８２８。 作者简介：吴振华，高级 工 程 师，长 期 从 事 炼 油 生 产 技 术 管 理
工作，曾获中国石化现代化管理 成 果 奖 ５ 项、新 疆 石 油 协 会 课 题研究成果奖２项、第 十 四 届 新 疆 维 吾 尔 自 治 区 自 然 科 学 优 秀 学 术 论 文 ３ 等 奖 １ 项 ，已 发 表 论 文 ２０ 余 篇 。 通 讯 联 系 人 ：吴 振 华 ，Ｅｍａｉｌ：ｗｚｈ７７２５＠ｓｉｎａ．ｃｏｍ。
芳烃的生产工艺
河南城建学院
石油化工作业论文
系别：化学与材料工程学院 专业：化学工程与工艺 班级：1014102 姓名：赵家敬 学号: 101410249
201rocarbon） ............................................................................................ 5 芳烃的定义及其分类 ..................................................................................................... 5 芳烃的来源.................................................................................................................... 5 起初源于：煤焦油。 .............................................................................................. 5 现代来源：石油化学工业中的催化重整和裂化。 .................................................. 6 芳烃的利用、研究及进展 .............................................................................................. 6 一、简单芳烃的利用 .............................................................................................. 6 二、重质芳烃的利用 .............................................................................................. 7 （1）重质芳烃用于塑料工艺充当增塑剂 ....................................................... 7 （2）重质芳烃用作沥青基碳纤维的主导原料 ................................................ 7 （3）重质芳烃于优化炼油工艺 ...................................................................... 8 （4）重质芳烃在橡胶工业中的应用............................................................... 8 （5）以重质芳烃制备多环芳烃树脂............................................................... 9 （6）重质芳烃用于生产针状焦 ...................................................................... 9 （7）以重质芳烃制备混合磺酸盐型表面活性剂 .......................................... 10 （8）重质芳烃作芳烃导热油........................................................................ 10 （9）重质芳烃作优质碳黑原料 .................................................................... 11 （10）重质芳烃用作道路沥青调合组分 ....................................................... 11 （11）重质芳烃作油墨溶剂油 ...................................................................... 11 芳烃的危害.................................................................................................................. 12 典型芳烃的生产工艺 ................................................................................................... 15 一、经典粗苯加氢工艺 ........................................................................................ 15
C8 环烷烃循环塔工业应用
C8 环烷烃循环塔工业应用摘要：介绍了某芳烃联合装置增加C8环烷烃循环塔，以增加吸附进料中有效PX浓度，降低后续吸附单元抽余液塔负荷，降低装置能耗，从而提高对二甲苯产量。
本文介绍了C8环烷烃循环塔的设计、投用后相关参数变化及投用后效果评价。
关键词：芳烃联合装置；C8环烷烃循环塔；增产对二甲苯1．概述某公司25 万吨/年芳烃联合装置采用UOP 技术，以直馏石脑油和加氢裂化石脑油为原料，生产对二甲苯、混合二甲苯及苯，其中异构化采用乙苯转化工艺。
于2000 年10 月建成投产，生产25.4 万吨/年对二甲苯和5.04万吨/年混合二甲苯。
为了提高装置经济效益，2004年开始针对芳烃联合装置进行扩能改造，与1#芳烃联合装置结合在一起，达到年产39万吨对二甲苯的能力。
为了提高吸附分离单元的PX 生产能力，考虑对异构化部分进行增设C8 环烷烃循环塔改造，以便乙苯转化工艺需要的中间“搭桥”的部分C8 环烷烃可以不经二甲苯塔、吸附分离单元直接循环回异构化反应部分。
2．C8循环塔改造改造前流程为异构化反应产物中C8环烷烃经脱庚烷塔C-701塔底采出至二甲苯塔C-402，随二甲苯塔顶C8芳烃采出，进入吸附分离单元，经吸附解吸后，在抽余液塔C-602塔顶侧线分离出来，循环回异构化进料。
C8环烷烃循环路程较长，增加了二甲苯塔、吸附分离、抽余液塔的负荷,增加装置能耗。
本次改造将部分C8环烷烃由脱庚烷塔C-701塔顶采出，经C8环烷烃循环塔直接返回异构化反应回路。
增加的C8环烷烃循环塔塔顶物主要为C4和C5烷烃，经水冷器冷却后进入回流罐。
回流罐顶气相组分排入燃料气系统。
回流罐底物料经泵升压后一部分作为回流打回塔顶,另一部分送至重整装置脱戊烷塔进一步处理。
C8环烷烃循环塔塔底物料主要是C8环烷烃，经泵升压并与本塔进料换热后与异构化反应进料混合一起进入异构化反应部分。
改造后流程与原设计相比主要是增加了C8环烷烃循环塔，目的是从异构化反应C8产物中分离出C8环烷烃，直接循环回异构化反应部分以维持异构化反应要求的一定的C8环烷烃浓度。
异丁烯的生产工艺及技术进展
异丁烯的生产工艺及技术进展2.1 异丁烯生产工艺发展概述目前，生产异丁烯的原料主要来源于石脑油蒸汽裂解制乙烯装置的副产C4馏分、炼油厂流化催化裂解（FCC）装置的副产C4馏分和Halcon法环氧丙烷合成中的副产叔丁醇（TBA）。
各种C4馏分中异丁烯的含量有所不同。
在C4馏分中，由于异丁烯和正丁烯的沸点只相差0.6℃，相对挥发度仅相差0.022℃，因此采用一般的物理方法很难将其分离，但由于异丁烯的化学活性仅次于丁二烯，所以工业上一般利用其化学活性来进行分离。
20世纪80年代以前，异丁烯主要通过硫酸萃取法进行生产，少数采用Halcon 共氧化联产法进行。
硫酸萃取法技术成熟，工业上已经沿用40多年，但该方法的反应选择性不理想，设备腐蚀严重，存在废酸回收处理等问题，而Halcon共氧化法局限性较大，只有在大规模联产环氧丙烷和叔丁醇时才能使用。
进入20世纪80年代，异丁烯的生产纷纷转向技术经济更为合理的甲基叔丁基醚（MTBE）裂解法和树脂水合脱水法工艺。
树脂脱水法的主要缺点是C4馏分中异丁烯单程转化率低（将增加进一步提取1-丁烯的难度），采用多段水合可提高转化率，但能耗较高。
MTBE裂解法生产异丁烯收率和选择性均较高，工艺过程简单，投资费用较低，适宜于大规模生产。
80年代后期，新建的从裂解C4馏分中分离出异丁烯的生产装置，绝大部分采用此法进行生产。
进入90年代，又开发出异构化生产异丁烯的生产技术。
目前，MTBE裂解法和异构化法已经成为世界上生产异丁烯的两种最主要的方法。
2.2 异丁烯的几种生产工艺2.2.1甲基叔丁基醚（MTBE）裂解法甲基叔丁基醚（MTBE）裂解制异丁烯是20世纪70年代末期研究开发成功的一种生产异丁烯的重要方法。
和其它方法相比，该技术具有对设备无腐蚀，对环境无污染，工艺流程合理，操作条件缓和，能耗低，产品纯度高，装置规模灵活性大，可以根椐市场需求生产MTBE或异丁烯等特点，自开发成功至今一直是国内外生产异丁烯最主要的方法之一。
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1 生产综述
为此，车间及时对加工量和操作参数进行调节， 将加工量由5t/h降至3t/h，同时将T602顶压指 标上限由1.07MPa，更改为1.17 MPa，V605 减少液态烃排放；同时，降低T601、T602塔 底温度至100℃和125℃，减轻吸收稳定系统 负荷，在保证稳定汽油辛烷值不低于指标的情 况下，尽可能控制反应器升温速度，避免催化 反应剧烈而增加分馏系统负荷；通过操作调整 液态烃的质量得到有效控制。
表3 重整轻石脑油分析
流 KK 10% 50% 90% KK 密度
程
kg/m3
温度 29.6 32.4 38.5 51.8 66.6 637.4 ℃
1 生产综述
从流程分析看，原料油组分太轻；在实际生产 中反应油汽中大部分都以气态组分进入吸收和 解析系统，导致吸收剂无法将轻组分完全吸收， 系统压力高，干气中C3、C4含量高，干气携 带部分液化汽组分进入火炬管网，使液化石油 汽的收率降低。同样在液化石油汽中C5含量 超指标，影响了液化汽的质量；导致系统压力 高和液化汽中含量高的另一个原因是，异构化 装置T602顶冷却器E607/AB冷却负荷较小， 导致冷却后液化气温度高于设计值45℃，
1 生产综述
因非临氢改质反应的特点会使催化剂上积炭很 快，导致催化剂活性下降，因此反应器内催化 剂单程运转周期大约在2-2.5个月左右，装置 采用间歇操作，停工再生的生产方式 。
本设计年处理量为7万吨，装置进料量为10吨/ 小时；车用石油液化汽收率为30%，高辛烷值 汽油收率为68% 。见下表1：
表5 原料中碱性氮分析
HK 10% 50% 90% KK
密度 碱性氮 kg/m3 μ g/g
10月分析 38.6
9月分析 39.9
设计
--
53.2 54.5 --
87.7 88.2 --
126.9 155.9 690.5
132.1 155.3 692.1
--
＜170
3.02 1.93 ＜2
2 原料性质
表2 装置生产负荷及液收
入方 出方
物料名称
加氢石脑油 干气加损失 液化石油汽 异构化汽油
合计
t
88100 1885 23329 62886 88100
收率 %
100 2.14 26.48 71.38 100
1 生产综述
通过表1表2 看，装置液收达到了97.86%，基 本达到了设计指标。而导致干气超标和液化汽 收率低的主要原因是在08年6-7月的生产过程 中，装置单独加工重整轻石脑油，造成吸收稳 定系统压力高，气相组分多而吸收剂量不够， 使干气中携带大量的液化汽组分进入火炬管网， 而使影响了装置的液收。重整轻石脑油分析见 表3：
同样，在08年7月当原料中组分较轻干点只有 60℃-80℃时，对催化反映也有较大的影响， 当月生产中催化剂活性下降很慢，一月内反应 器床层提温只有10℃，因而使第8次生产周期 维持了120天。当月稳定汽油辛烷值均在83以 上，最高的达到86，平均在84。
汽油非临氢异构化装置在塔河分公司的 生产应用
万重山
概述
塔河分公司7×104t/a汽油异构化装置采用石 油化工科学研究院开发的石脑油非临氢改质技 术，利用RGW-1型催化剂的催化作用，以加 氢石脑油为原料，生产出了符合要求的车用石 油液化汽及高辛烷值的汽油调和组分。
1 生产综述
石脑油非临氢改质过程利用RGW-1型催化剂 的催化作用，使低辛烷值的轻石脑油发生选择 性裂解、异构、齐聚和环化脱氢等反应，转化 为烯烃、芳烃含量低的高辛烷值汽油调和组分， 用于调兑汽油，降低调和汽油的烯烃及芳含量， 降低汽油密度，提高调和汽油的辛烷值，将低 辛烷值的汽油馏分转化为几乎不含烯烃、芳烃 含量低的高辛烷值的汽油调和组分。 该工艺 过程简单、投资小，操作条件缓和，干气产率 低，可大幅度提高加氢石脑油辛烷值。
1 生产综述
而达到了54℃，从而增加了T602的负荷，
使T602塔顶压力偏高又影响到T601操作压力， 干气量明显增大，为确保塔顶压力不超过控制 指标，T601、T602放空阀开度过大，导致轻 组分大量排放，使塔内分离效果变差；同时， T602底温偏高、顶温高，造成液态烃中重组 分携带较多，使液态烃中C5含量上升，液化 气中C5含氢石脑油，同时考 虑重整拔头油及部分加氢轻石脑油，为了能使 催化剂正常操作，保证产品合格及收率，对原 料的组成及杂质含量有一定的要求；对汽油原 料的设计要求和实际生产指标见表3。
表4 反应原料油规格要求
项目 干点 碱性氮 硫含量 实际胶质 机械杂质 水溶性酸碱 水含量
表1 装置设计负荷及液收
物料名称
kg/h
入方 出方
加氢石脑油 10000 干气加损失 200
液 化 气 3000 改质汽油 6800 合 计 5714.28
t/d 240 4.8 72 163.2 240
t/a 70000 1400 21000 47600 70000
m% 100.00 2 30 68 100.00
单位 ℃ μ g/g μ g/g mg/100ml
设计指标 < 170 <2 < 150 < 1.5 无 无 无游离水
实际生产指标
分析方法 GB/T 6536 SH/T 0162 SH/T 0253-92 GB/T 509
GB/T 258
2 原料性质
根据实际生产情况看，原料干点、硫含量、实际胶质、 机械杂质、水溶性酸碱、水含量、碱性氮含量都在控 制指标内。但是原料中的碱性氮含量和原料的干点低 于120℃时，对催化剂的正常使用有很大的影响。07 年10月碱性氮含量超标，最高达到3μg/g，使催化剂 的活性下降很快，反应器床层温度提升较快，一月内 反应器床层提温达到了45℃，但当月异构化稳定汽油 辛烷值仍为81.7，低于82的指标；因而导致第5次生 产周期只有63天就停工对催化剂进行再生烧焦。碱性 氮分析见表5：
1 生产综述
目前，装置进料量最大为5～6吨/小时，年处 理量约为4万吨。自2006年8月开工至今，已 经两年半，历经10个生产周期和10次催化剂 烧焦。共生产石脑油8.81万吨，年平均处理量 3.5万吨，其中生产出液化石油汽23329吨， 异构化汽油62886吨，RON平均82.3；液收 97.86%；液化石油汽收率26.48%，异构化汽 油收率71.38%。见表2 ：