碳四烷基化主要工艺流程
总工艺流程可分为：碳四原料先烷基化生产混合异辛烷、产生的废酸进废酸回收装置回收再利用两部分。主要工艺流程如下：1)原料预处理
醚化后的碳四原料，先进入甲醇水洗塔(T-101)下部，塔上部加入水作为萃取剂，碳四原料在塔中进行水洗萃取。甲醇水洗塔(T-101)顶部为脱除了甲醇的碳四物料，先进入碳四原料罐(D-101)沉降脱水，然后经碳四原料泵(P-103)先送至碳四换热器(E-105)换热，再经碳四原料加热器(E-106)加热到一定温度后与来自氢气稳压罐(D-102)的氢气混合，进入碳四加氢反应器(R-101)进行选择性加氢反应。反应油气经节流调节阀降压后，进入脱轻塔(T-103)。塔顶轻组分(主要是二甲醚及比其轻的组分)经脱轻塔顶冷凝冷却器(E-108)冷凝后，进入脱轻塔回流罐(D-103)，不凝气(包括二甲醚)自罐顶排至瓦斯管网作为燃料气，冷凝液体经脱轻塔回流泵(P-104)全回流至脱轻塔顶部。塔底的精制碳四先经碳四换热器(E-105)换热，再经精制碳四冷却器(E-109)冷却至40℃后去烷基化部分。
甲醇水洗塔(T-101)底部为含甲醇的萃取水，先经釜液换热器(E-102)换热后进入甲醇回收塔(T-102)中部。塔顶甲醇油气经甲醇回收塔顶冷凝器(E-104)冷却至40℃后，进入甲醇回流罐(D-104)，由甲醇回流泵((P-102/A.B)抽出，一部分打回塔顶作回流，一部分送出装置。甲醇回收塔(T-102)底部的解析水经釜液换热器(E-102)换热后，由萃取水泵((P-101/A.B)打入萃取水冷却器(E-101)，冷却至40℃后返回甲醇水洗塔(T-101)上部循环使用。萃取水定期排放一部分，并补充一部分，防止甲醇积累含量超标。
2)碳四烷基化
经原料预处理后的精制碳四与循环异丁烷混合后进入反应产物-原料换热器(E-201)，换冷后进入吸附脱水器(D-201/A.B)，经3A分子筛吸附进行深度脱水，然后与循环冷剂混合后进入汽油改质反应器(R-201/A.B)，在浓硫酸催化剂的作用下发生液相烷基化反应，生成高辛烷值汽油。反应产物与硫酸的混合物自反应器(R-201/A.B)顶部流出至硫酸沉降罐(D-202/A.B)，沉降分离出的硫酸大部分返回反应器循环使用，少部分排至废酸储罐(D-216)，然后送出装置去废酸回收装置。流出物减压后先经反应器管程取走反应热，然后进入吸入闪蒸罐(D-203)中的反应侧分出气液两相。液相为反应产物，由反应产物泵(P-202/A.B)送至精制部分。吸入闪蒸罐(D-203)顶部的气相作为冷剂，经压缩机入口分液罐(D-205/A.B)分出凝液后，进入制冷压缩机(C-201)，压缩至0.55MPaG，再经冷剂冷凝冷却器(E-202/A.B)冷凝冷却至40℃后，进入冷剂缓冲罐(D-204)，一部分作为循环冷剂返回吸入闪蒸罐(D-203)闪蒸侧，由于压力变化分成气液两相后，液相用冷剂循环泵(P-203/A.B)送至反应系统与原料混合后进入反应器(R-201/A.B) 继续参加反应，气相进入压缩机入口分液罐(D-205/A.B)分出凝液后，循环压缩回收未反应的异丁烷。
冷剂缓冲罐(D-204)中剩余的冷剂，由外甩冷剂泵(P-204/A.B)抽出，与10%的NaOH溶液混合后，经冷剂碱洗混合器(M-203)进入冷剂碱洗罐(D-206)，沉降分离出碱液后送至异丁烷罐(D-214)。吸入闪蒸罐(D-203)中反应侧的反应产物在反应产物-原料换热器(E-201)中与原料换热后，进入反应产物沉降罐(D－207)沉降脱酸、脱硫酸酯，油相与10%NaOH溶液混合，进入油品碱洗混合器(M-201)，然后进入反应产物碱洗罐(D-208)碱洗沉降，碱液循环使用、定期排出系统。油相经反应产物水洗罐(D-209)水洗沉降后的精制产物去分离部分。
进分离部分的精制产物经精制产物-汽油换热器(E-204)换热后，进入脱异丁烷塔(T-201)。脱异丁烷塔(T-201)顶分出的异丁烷经脱异丁烷塔顶冷凝器(E-206/A.B)冷却至40℃后进入脱异丁烷塔顶回流罐(D-211)，由脱异丁烷塔回流泵((P-208/A.B)抽出，一部分打回脱异丁烷塔顶作回流，一部分返回反应系统与原料混合继续参加反应，少部分过剩异丁烷送至异丁烷罐(D-214)。脱异丁烷塔(T-201)底物料自流进入汽油换热器(E-205)加热后，进入脱正丁烷塔(T-202)，塔顶分出正丁烷，经脱正丁烷塔顶冷凝器(E-208/A.B)冷凝冷却至40℃后，进入脱正丁烷塔顶回流罐(D-212)，由脱正丁烷塔回流泵((P-209/A.B)抽出，一部分回流，一部分送出装置。塔底烷基化汽油先经汽油换热器(E-205)换热后，再经精制产物-汽油换热器(E-204)换热，最后经汽油冷却器(E-211)冷却至40℃后作为产品送出装置。
吸附脱水器(D-201/A.B)中的3A分子筛每天再生一次，再生时采用250℃的高温氮气，采用再生气加热器(E-214)进行加热。自吸附脱水器出来的含水热氮气经再生气换热器(E-212)、再生气冷却器(E-213)冷却后，在再生气分液罐(D-213)中分出凝结水后，经氮气鼓风机(B-201)抽出，经再生气换热器(E-212)换热后送至再生气加热器(E-214)加热，循环使用，少量氮气高空排放。
MPR E-Scan系列高精度在线硫酸浓度仪采用临界角检测原理，检测不受物料的颜色，浑浊度，气泡，固体颗粒等杂质的影响、具备高精度的自动温度补偿功能。采用优秀的分体式体式，全屏蔽抗干扰设计，光电信号直接转换处理。摒弃一体式不耐振动和高温的影响的缺点，保障了在线测量的精度及延长仪器使用寿命。内置光纤光路传导系统，拥有优秀的抗震性能和高稳定性、内置温度传感器和干燥剂有效监测浓度仪的运行状态。
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3)废酸回收系统
废酸回收装置由裂解工段、净化工段、转化工段、干吸及成品工段四个工段组成。
a、裂解工段
从12万吨/年混合异辛烷装置来的浓度约为90%的废硫酸进入缓冲罐，出液经缓冲罐底部进入地下槽，再经立式泵送入雾化喷枪，与压缩空气充分接触雾化进入裂解炉，同时在裂解炉内一部分从烷基化装置过来的未反应燃料气与经预热器来的、温度达到400℃以上的空气充分燃烧产生高温，使得低浓度硫酸在高达1000～1100℃的高温下完全裂解，裂解后全部变成SO2、CO2、H2O，采用氧表控制低浓度硫酸裂解炉出口氧含量，根据其氧含量对低浓度硫酸裂解炉的硫酸量、未反应燃料气、压缩空气量进行自调，把温度控制在1050℃左右。低浓度硫酸裂解炉出口炉气SO2浓度～9%，该炉气经余热锅炉后，温度降至～400℃，余热锅炉产生的饱和蒸汽经过减温减压后供用户使用。从余热锅炉出来的炉气进入净化工段。
b、净化工段
由锅炉来的温度约400℃的炉气，先进入动力波洗涤器，用浓度约2%的稀酸洗涤去除大部分杂质，然后进入填料冷却塔，进一步降温除尘。气体温度降至40℃以下，再经一级、二级电除雾器除去酸雾(SO3)，出口气体中SO3含量＜0.005g/Nm3。经净化后的气体进入干吸工段，在干燥塔前设有安全封。
动力波洗涤器为塔、槽一体结构，采用绝热蒸发，循环酸系统不设冷却器，热量由后面的填料冷却塔稀酸冷却器带走。淋洒酸出塔后，经斜管沉降器沉降，清液回动力波洗涤器塔底的循环槽，进入循环系统循环使用。一部分循环液通过循环泵打入脱气塔，经脱吸后的清液通过脱气塔循环泵送入稀酸贮槽，一部分作为干吸工段补水用，剩余部分送入工艺装置内的中和池内中和，中和后去污水处理管网系统。
填料冷却塔也为塔、槽一体结构，淋洒酸从冷却塔塔底循环槽流出，通过冷却塔循环泵打入冷却塔循环使用。增多的循环酸串入循环系统，整个净化系统热量由稀酸板式冷却器带走。
在生产中，考虑到因突然停电造成高温炉气影响净化设备，在项目设计中，裂解炉顶部设置事故应急水自动喷淋装置，在动力波洗涤器上方设置高位水箱，通过动力波洗涤器出口气温与高位水箱出水阀联锁来保护下游设备和管道。
c、干吸工段
自净化工段来的含SO2炉气，补充一定量空气，控制SO2浓度为～6.5%进入转化器。气体经干燥后所含水份达到0.1g/Nm3以下，进入二氧化硫鼓风机。干燥塔系填料塔，塔顶装有金属丝网除雾器。塔内用93%酸淋洒，吸水稀释后自塔底流入干燥塔循环槽，槽内配入由吸收塔酸冷却器出口串来的98%酸，以维持循环酸的浓度。然后经干燥塔循环泵打入干燥塔酸冷却器冷却后，进入干燥塔循环使用。增多的93%酸全部通过干燥塔循环泵串入一吸塔循环槽。
经一次转化后的气体，温度大约为180℃，进入一吸塔，吸收其中的SO3，经塔顶的纤维除雾器除雾后，返回转化系统进行二次转化。经二次转化的转化气，温度大约为156℃，进入二吸塔，吸收其中的SO3，经塔顶的纤维除雾器除雾后，再经过尾气吸收塔进一步吸收残余的SO2，最后的尾气通过烟囱达标排放。第一吸收塔和第二吸收塔均为填料塔，第一吸收塔和第二吸收塔各有一个酸循环槽，淋洒酸吸收SO3后的酸自塔底流入吸收塔循环槽混合，加水调节酸浓度，然后经吸收塔循环泵打入吸收塔酸冷却器冷却后，进入吸收塔循环使用。增多的硫酸，一部分串入干燥塔循环槽，一部分作为成品酸直接输入成品酸贮罐。该成品酸再调配部分杂多酸和有机酸，作为烷基化反应过程的催化剂回用到烷基化反应单元。
碳四烷基化工艺中硫酸浓度仪分析仪。 文章不错啊，我也学习了一下。:lol要是有现场应用图片就更好了。:lol 更多硫酸烷基化项目安装现场图
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有图有真相，朋友你说呢？ 随着成品油“国五”全国实施日期的日益临近，烷基化逐渐成为一个热门的话题，同时，主要的标准制定机构、北京政府也打算于近期实施“国六”成品油标准。那么，烷基化油将是国内炼油商绕不过的东西。
一、烷基化油
烷基化油，学名工业异辛烷，是一种高辛烷值的组分，并且由于其RON、MON高，含硫低，芳烃含量低，芳烃低，烯烃低的“两高，四低”的特点，收到广大炼油商及社会调油商的欢迎。
二、生产过程
烷基化油，原料是炼油厂或者社会上的C4轻烃资源，在容器中与浓硫酸或者其它物质产生烷基化反应，生产烷基化油。主要化学反应如下：
图一 烷基化主要反应
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三、全球产能情况
全球各技术的产能情况如下图：全球一半以上的市场是杜邦的Stratco工艺，全球的产能约有3920万吨/年；其次是UOP/COP（两者已经合并）的工艺，产能约有4400万吨/年，剩下的基本就是一些非主流的工艺，全球的产能相对较小。
图二 各专利商市场份额
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国内90年代左右进口的20套装置多数是UOP的HF工艺，总产能约100万吨/年。近期，国内炼油商新建项目多用CD-TECH技术，或者STRATCO技术。
四、各专利商工艺介绍
图三 各专利介绍
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HF工艺的主要专利商是UOP公司，其工艺中的HF由于腐蚀及剧毒的原因，使用该工艺的炼厂较少，北美也就有四家炼油厂使用该技术。其特点是工艺流程相对简单，设备相对少，没有废酸处理的烦恼，但是缺点是产品收率相对较低，HF消耗大，需要设置泄漏应急处理设备。
图四 HF技术操作参数
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HF法流程图：
图五 HF技术工艺流程图
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硫酸法烷基化我国目前约有8套装置，其优点是酸资源丰富，价格便宜，选择性好，装置运行周期较长。但是，低浓度的硫酸腐蚀性较强，工艺消耗酸较大，会产生大量的酸渣污染，需要配套废酸再生装置。
图六 H2SO4操作参数
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图七 H2SO4主要专利商
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H2SO4法流程图：
图八 H2SO4工艺流程一
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图九 H2SO4工艺流程二
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固体酸催化剂应用于异丁烷一丁烯的烷基化生产，具有强酸性、易分离回收、以活化再生、便于连续操作、腐蚀性小的优点。酸类型主要分为固载酸类、分子筛、和固体超强酸。采用固体催化剂烷基化丁艺利用轻烯烃生产的烷基化油可以达到或超高过采用常规液体酸催化剂生产的烷基化油的质量 同体催化剂工艺的安全性、方便性远胜于液体酸烷基化丁艺。
图十 固体法操作参数
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图十一 固体法主要专利商
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图十二 固体法工艺流程
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双金属复合阴离子的离子液体催化剂，使其能够有效促进碳四烷基化的目标反应，并抑制聚合与裂化等副反应，表现出高催化活性和高选择性。以重碳四为原料时，中试烷基化油中理想产物三甲基戊烷的选择性高达90％以上，所得烷基化油的研究法辛烷值高达100以上。
图十三 固体法操作参数
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图十四 固体法主要专利商
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五、国内液化气及碳四资源
图十五 碳四主要来源
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国内的碳四资源，主要来源于炼厂气分离或者乙烯碳四分离。按照国内炼厂2亿吨/年的催化裂化装置计算，炼厂气可提供的碳四资源约1000万吨/年；而乙烯裂解装置规模约2700万吨/年，相应的醚后碳四产量约270--300万吨/年，那么国内总体可以提供的碳四资源约1300--1500万吨/年，进口量约500万吨/年。合计国内碳四资源消费量约2000万吨/年，异丁烯资源量约有300--500万吨/年。
图十六 碳四主要利用
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按照上图可知，国内丙烷脱氢、异丁烷脱氢的装置产能约500万吨/年，那么，2015年可供利用的碳三、碳四资源约有1000万吨/年，可以撑起1200万吨/年的MTBE装置或者烷基化装置。
六、国内MTBE及烷基化装置产能
图十七 烷基化装置及其它装置产能
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截止2014年，国内烷基化装置产能约800万吨/年，MTBE产能约1200万吨/年，异构化产能约400万吨/年，芳构化产能约1300万吨/年，上述几类装置合计约3700万吨/年，而国内可提供的碳四资源1500万吨/年，那么大量的碳四资源需要进口。如果就异丁烯的资源来看，1000万吨/年的异丁烯资源，只用来生产MTBE或者烷基化油，那么只能撑起1200万吨/年的装置。
今后，烷基化或者MTBE装置是否扩能改造呢？就目前来看，MTBE扩能的冲动减少了，烷基化装置的扩能可能性较大。
图十八 烷基化装置产能分布一
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图十九 烷基化装置产能分布二
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从远期来看，预计2018年，全国烷基化装置产能将达到1800万吨/年，相比2014年增加约1000万吨/年。从上图可知，扩能最多的就是中石油、中石化两家企业，产能占全国总产能比例分别从2015年的5%、4%，上升至2018年的10%、11%。也就是说，两桶油会挤占约360--400万吨/年的异丁烯资源。可供社会的碳三、碳四资源量将会减少。
1）新增异丁烯产能。传统催化裂化、乙烯裂解的异丁烯产能有限，新增的主要是丙烷脱氢、丁烷脱氢的装置产能。根据最新预测，2020年预计将新增200万吨/年的产能，异丁烯预计新增20万吨/年。
2）乙烯裂解。按照最新预测，2020年预计新增300万吨/年的产能，异丁烯产能新增30万吨/年。
3）炼油产能。2020年新增约1亿吨/年，异丁烯约180万吨/年
上述合计后，2020年，全国新增加的异丁烯量最多为250万吨/年。仍然有大约400万吨--600万吨/年的烷基化产能需要通过外购解决，否则烷基化装置的开工率仅能维持60-70%。
七、汽油消费预测
2015年，国内汽油表观消费约1.15亿吨/年。2010-2014年，地炼汽柴油资源量也保持年均20%左右的增长。我国汽油资源更多地依赖加油站进行销售，并且私家车主对油品品牌和品质要求较高，地炼在零售网络尚未健全的情况下，投放的柴油资源增加幅度明显大于汽油，地炼生产柴汽比从2008年的1.5上升到2011年的2.3，2011年以后由于我国柴油需求疲软，地炼生产柴汽比同步向下调整。2015年上半年，地炼获取原油数量进一步增加，柴油资源量同比大幅增长34%，以低价资源冲击主营公司份额，两大集团销售柴汽比从2014年的1.6大幅降低。按照中国石油经济研究院的预测，2020年汽油表观消费达到1.60亿吨/年，相应的烷基化油需求约1600万吨/年，那么估计约有200万吨/年的烷基化油需要进一步消化，整个市场的烷基化油将供过于求。
八、小结
由于国六标准于2019年开始实施，烷基化油的需求将会增加，但是随着三桶油陆续新建烷基化装置，国内烷基化产能富余量约200万吨/年。同时，由于三桶油自身消费的原因，可供市场的醚后碳四资源也将减少，将来碳四资源的市场争夺将更为激烈，拥有自身资源或者进口廉价资源的装置竞争力更强。
硫酸烷基化硫酸变化趋势图。
烷基化油的发展、崛起和未来
一、前言烷基化技术最早出现在二战期间，是为解决高辛烷值航空汽油的供应而诞生的一项清洁汽油炼制工艺。烷基化油是由异丁烷与低分子烯烃（一般是碳三~碳五烯烃），在强酸催化剂的作用下反应生成的一种异构烷烃混合物，其主要成分为异辛烷。烷基化油与含有大量烯烃的催化汽油和大量芳烃的重整汽油相比，具有辛烷值高、RON与MON辛烷值的差值小、挥发性低、不含烯烃芳烃、硫含量低等优点，将其调入汽油中可以稀释降低汽油中的烯烃、芳烃、硫等有害组分的含量，同时提高汽油的辛烷值和抗爆性能，是理想的清洁车用汽油组分。在我国汽油升级的发展过程中，汽油标准总体上朝着低硫、低烯烃、低芳烃的方向发展，因此烷基化油在汽油质量升级过程中将发挥越来越重要的作用。二、烷基化油的发展与波折2.1 烷基化建设的第一波浪潮上世纪八九十年代，随着国家对含铅汽油添加剂的逐步禁止，以中国石化和中国石油为主体的石化企业为解决禁铅之后带来的高辛烷值汽油组份的缺口，先后从国外引进了二十余套氢氟酸烷基化和硫酸烷基化装置。但由于当时烷基化的主要原料--液化气价格居高不下，同时引进的装置在设备腐蚀、废酸处理以及安全操作方面存在的问题，致使这些装置大多处于开开停停的状态。后续随着锰剂的引入以及我国重整装置建设的逐步跟上，逐渐填补了高辛烷值组份的空白，故而当初引进的烷基化装置大多废弃或者改建做了它用，只有大连石化、武汉石化、燕山石化等几套装置一直在生产。http://p3.pstatp.com/large/191a0002fb4e35bb987e图一 武汉石化烷基化装置生产巡检2.2 烷基化建设的第二波浪潮
近几年，随着国内对汽油质量提出了越来越高的要求，同时在国内天然气民用大潮的冲击下，石油液化气价格呈下降趋势，烷基化装置的盈利空间重新出现。在这一变化的驱动下，国内炼化企业开始了第二波烷基化装置的建设和改造的浪潮，只是这次唱主角的是地方炼厂。2012年~2015年，三年时间，国内烷基化产能增幅就达一千多万。
http://p9.pstatp.com/large/191b0002d4ce283ea6aa图二 宁波海越60万吨/年烷基化装置地方炼厂炼油装置的建设具有市场响应快，效率高的特点，但同时也存在着缺乏市场统筹、一窝蜂上的问题。这一时期的烷基化油，一方面面临着市场上的MTBE、碳五等汽油调合组份的竞争，另一方面，由于同期国内醚后碳四的深加工装置如异构化、醋酸仲丁酯等装置的建设投产，醚后碳四原料的供应不足成为制约烷基化油市场发展的最大瓶颈，在一头一尾双重因素的制约下，一时间，地炼烷基化产业举步维艰，近两年开工率平均在50%上下徘徊。
http://p3.pstatp.com/large/191b0002d5424c67067f图三 2015/2016年国内烷基化装置开工率（数据来源：隆众石化网）http://p3.pstatp.com/large/1918000302cda18a89c9图四 近四年国内烷基化装置产量增幅（数据来源：隆众石化网）
三、国五国六升级带来的机遇3.1 我国汽油升级路线图2013年12月18日，国标委对外发布了我国第五阶段车用汽油国家标准，即“国五汽油标准”。相比第四阶段标准，国五车用汽油标准降低了硫、锰和烯烃的含量，调整了蒸汽压和牌号，增加了密度限值。而新标准的发布及未来的实施将有助于减少机动车排放污染物，对改善空气质量有直接帮助。2015年4月28日国务院常务会议和国家七部委联合发布的《加快成品油质量升级工作方案》确定加快清洁油品生产与供应，提出了力争提前全面完成质量升级任务、履行炼油行业大气污染防治行动目标责任的要求。2017年1月1日起，全国范围内实施国五汽油标准。2016年12月23日，国标委发布第六阶段车用汽油国家标准。“国六A”和“国六B”实施时间分别是2020年7月1日和2023年7月1日。与国五标准相比，国六标准对汽油中的烯烃、芳烃、苯、蒸气压、馏程进行了严格限制。表二 国内汽油升级指标变化对比
标准名称硫μg/g烯烃v%芳烃v%苯v%实施时间
国IV≯50≯28≯40≯1.02015
国V≯10≯24≯40≯1.02017
国ⅥA≯10≯18≯35≯0.82020
国ⅥB≯10≯15≯35≯0.82023
日益严格的汽油国标要求，为烷基化产能的复活提供了较佳的机遇。3.2 烷基化油在国五国六汽油升级中的作用3.2.1 我国汽油池特点由于历史、技术发展等方面的原因，美国、日本和欧洲等国家和地区的汽油池组成比较均匀合理。在美国的汽油池中，催化裂化汽油占34%，重整汽油占33%，烷基化汽油占13%左右。而我国的调合汽油组分中，催化裂化汽油高达65%左右，重整汽油占25%左右，而烷基化油和异构化汽油的比例仅为0.4%左右。由于硫含量和烯烃含量都较高，催化裂化汽油比重过大，导致国内汽油质量升级成本高，难度大。为满足国五和国六标准的要求，一方面需要对催化裂化汽油进行降硫、降烯烃的技术改造，另一方面，需要对汽油池的结构进行调整，增加重整汽油、烷基化汽油、异构化汽油和醚化汽油的比例。http://p3.pstatp.com/large/1918000303e979888ed4图五 美国、欧洲、日本、中国汽油池结构图3.2.2 烷基化油在汽油池中的作用在国内炼化企业采用相关技术对催化汽油进行脱硫和降烯烃的过程中，不可避免地伴随着精制后汽油辛烷值降低的情况，在“降硫禁锰控烯”的标准要求下，国内汽油池中表观辛烷值呈下降态势，故而国Ⅴ汽油的升级采用了降号升标的做法，对汽油的牌号进行调整。在催化汽油脱硫降烯的过程中，我国汽油池中轻端辛烷值（碳五至碳八）的下降较为明显，这一变化导致了池中调合组份辛烷值以及馏份分布不均衡、重端组份辛烷值贡献偏大的情况。相关汽油抽样检测结果表明，92#汽油的辛烷值按照馏程的分布呈现两头大、中间小的特点。其中60~120℃馏分段的辛烷值最低，小于60℃的轻端馏分辛烷值的贡献主要来源于烯烃组分，大于120℃馏分段的辛烷值贡献主要来源于芳烃组分（注1）。辛烷值与馏份分布的不均衡，会影响汽油发动机的燃烧和排放，出现汽车加速性能不佳、冬天车辆启动困难、爬坡劲小等问题。为改善燃烧排放，国Ⅵ对于汽油中芳烃含量以及氧含量的限制也日益严格，未来我国汽油池中重整汽油和MTBE的比例势必受到影响，辛烷值的缺口将进一步增加。此处的空白也必将由异构化汽油和烷基化油这种理想的添加组份来补充。
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