CN104177213B - 一种制备异丁烷的系统及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种制备异丁烷的系统及方法。系统包括：萃取精馏塔、烷烃水洗塔、汽提塔、烯烃水洗塔、溶剂回收塔、脱轻塔、加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置、稳定塔和异丁烷成品塔。加氢分离装置包括：加氢后冷器、加氢热分离罐和加氢冷分离罐；或者包括加氢后冷器和加氢分离罐。方法包括：醚后碳四经过萃取精馏可制得丁烯产品；不饱和与饱和碳四原料经萃取精馏和加氢后制得异丁烷产品。本发明可以处理所有炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四，将溶剂余热回收，提高了装置的经济效益。

Description

一种制备异丁烷的系统及方法

技术领域

本发明涉及碳四领域，更进一步说，涉及一种制备异丁烷的系统及方法。

背景技术

随着石油化工加工深度的不断深入，对炼油装置及乙烯装置副产的C₄馏分中各组分的合理利用日益受到重视。C₄馏分中含有的1，3-丁二烯可用萃取精馏的方法分离出来用作生产合成橡胶，C₄馏分中的异丁烯通过醚化装置与甲醇反应生成MTBE并可通过进一步的精密分馏获得高纯度的1-丁烯，其它碳四组分的利用还较少。C₄组分中1-丁烯、2-丁烯可以用作甲乙酮生产的原料或者氧化脱氢生产丁二烯。正丁烷可以用作生产顺酐的原料，异丁烷可以生产航空燃料、可以做制冷剂，以及异丁醇、环氧丙烷等。近年来由于甲乙酮、顺酐、异丁醇和环氧丙烷等需求量逐年增加，使得丁烷与丁烯分离的工艺，越来越引起人们的重视。

炼厂碳四来源广泛，主要分为两种类型，一种是含烯烃≤5%wt的饱和碳四,另一种烯烃含量40～50%wt的不饱和碳四，乙烯装置醚后碳四主要是烷烃和单烯烃，烯烃含量30～60%wt。当前，这些碳四混合物绝大部分作为液化气燃料烧掉，化工利用率较低，由于碳四烷烃、烯烃很好的工业应用前景，其分离利用就至关重要。

表1C₄馏分中各组分沸点及相对挥发度

C₄馏分由10多种沸点相近，彼此间易形成共沸物的组分组成，如表1所示，从中分离出纯度符合应用要求的烷烃和烯烃难度较高，一是异丁烯与1-丁烯之间的相对挥发度仅为1.005，常压沸点仅差0.64℃，用普通精馏的方法很难分离，目前多采用催化蒸馏技术使异丁烯与甲醇反应合成MTBE从而除去异丁烯；二是醚化后的C₄烃中正丁烷与反-2-丁烯的相对挥发度也较小，且正丁烷的挥发能力介于1-丁烯和反-2-丁烯之间，用普通精馏的方法需要相当多的理论板数，工艺较为复杂。现有技术中普遍采用萃取精馏法。常用的选择性溶剂有二甲基甲酰胺（DMF）、乙腈（ACN）、N-甲基吡咯烷酮（NMP）和N-甲酰吗啉（NFM）等，如日本瑞翁公司专利JP6-92876、法国石油研究院专利EP0501848A1采用DMF萃取剂三塔流程萃取精馏分离丁烷与丁烯的技术，缺点是需要使用气体压缩机，投资和能耗较大；德国KrupUhde公司基于芳香烃萃取精馏的丰富经验，开发了吗啉溶剂工艺，该工艺采用两塔流程分离丁烷与丁烯的萃取精馏技术，并于1998年首次投入工业化生产，该工艺的优点是取消了压缩机，缺点是溶剂的沸点太高，能耗较大。

中国专利CN1358697A公开了用甲乙酮系列混合溶剂分离丁烷与丁烯的方法，中国专利CN1681754A公开了采用极性溶剂二甲基甲酰胺、N-甲基吡咯烷酮、乙腈等作为溶剂分离丁烷和丁烯的方法；中国专利CN101417913A公开了采用离子液体、盐类、甲乙酮和N-甲酰吗啉的多元混合溶剂分离丁烷与丁烯的方法。这些方法其实质都是采用不同的溶剂，通过提高丁烷与丁烯的相对挥度，达到分离的目的。但缺点是只适用于烯烃含量较高的碳四混合物，如烯烃含量较低，则经济效益低，且大多没有涉及换热网络的优化，节能效果不佳。

中国专利CN102294203A公开了一种催化热裂解制乙烯中的碳四二段加氢装置及工艺，通过采用二段选择性加氢，避免了1，3-丁二烯深度加氢引起反应器结焦、降低催化剂使用寿命和装置运行周期的问题，可直接对混合碳四直接进行加氢，提高了原料的利用率。但是对于含二烯烃少量或没有的碳四混合物没有涉及具体的分离方法，也没有涉及有机硫氮等杂质的脱除方法。

中国专利CN102188985A公开了一种碳四馏分选择加氢催化剂及其制备方法，该催化剂可以碳四馏分中的炔烃选择性加氢，丁二烯基本不损失，催化剂具有高活性、高选择性并且制备方法简单，应用广泛。但该发明主要是对碳四馏分中炔烃的选择性加氢，没有烷、烯混合物中单烯烃的加氢方法，且只是催化剂的制备，没有涉及分离方法，也没有涉及有机硫氮等杂质的脱除方法。

发明内容

为解决现有技术对于炼厂碳四混合物和乙烯装置醚后碳四无法统一处理来制得高纯度的异丁烷的问题，本发明提供了一种制备异丁烷的系统及方法。通过将萃取精馏和加氢工艺进行组合，本发明原则上可以处理所有炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四，同时，萃取系统通过采用换热网络优化技术，将溶剂余热回收，提高了装置的经济效益。

本发明的目的之一是提供一种制备异丁烷的系统。

萃取精馏塔、烷烃水洗塔、汽提塔、烯烃水洗塔、溶剂回收塔、脱轻塔、加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置、稳定塔、异丁烷成品塔；

所述萃取精馏塔顶部连接烷烃水洗塔，萃取精馏塔底部连接汽提塔；汽提塔顶部连接烯烃水洗塔，汽提塔底部与萃取精馏塔上部连接；

所述烷烃水洗塔顶部连接脱轻塔；所述脱轻塔底部连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后连接加氢反应器上部；

所述烷烃水洗塔和烯烃水洗塔底部连接溶剂回收塔；溶剂回收塔顶部连接异丁烷成品塔中间再沸器后再连接溶剂回收塔冷凝器，溶剂回收塔冷凝器出口管线分成两路：一路返回溶剂回收塔上部，另一路连接萃取精馏塔上部；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢分离装置，加氢分离装置依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与脱轻塔底部出口管线合并后连接加氢进出料换热器；

加氢分离装置底部连接稳定塔；稳定塔底部连接异丁烷成品塔。

所述加氢分离装置是为了分离氢气和烃类，加氢分离装置可采用以下两种组成之一：

A)加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢热分离罐，加氢热分离罐顶部依次连接加氢后冷器和加氢冷分离罐，加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐；加氢热分离罐底部连接稳定塔。

B)加氢分离装置包括：加氢后冷器和加氢分离罐；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接加氢后冷器和加氢分离罐，加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐，加氢分离罐底部连接稳定塔。

所述反应出料经加氢进出料换热器换热后可以有两种方式，一种为先进入加氢热分离罐进行气液分离，顶部气相经过加氢后冷却器冷却后进入加氢冷分离罐，冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐，底部连接加氢热分离罐，加氢热分离罐底部液相连接稳定塔；另一种方式为先经加氢后冷器冷却后进入加氢分离罐经过气液分离，顶部气相连接压缩机吸入罐，底部液相连接稳定塔。

优选采用第一种方式。

所述萃取精馏塔下部分别设置有萃取蒸汽再沸器、萃取溶剂再沸器和萃取中间再沸器；萃取精馏塔顶部设置有顶部冷凝器；

汽提塔底部依次连接萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器、溶剂冷却器后与萃取精馏塔上部连接。

以上所述加氢进料加热器可采用现有技术中通常的加热设备，如：电加热、蒸汽加热或加热炉等。

具体可采用以下技术方案：

所述萃取精馏塔顶部连接烷烃水洗塔，萃取精馏塔底部连接汽提塔；

所述汽提塔顶部连接烯烃水洗塔，汽提塔底部依次连接萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料蒸发罐预热器、溶剂冷却器后与萃取精馏塔上部连接。

所述烷烃水洗塔顶部连接脱轻塔；

所述烷烃水洗塔和烯烃水洗塔底部连接溶剂回收塔；溶剂回收塔顶部连接异丁烷成品塔中间再沸器后再连接溶剂回收塔冷凝器，溶剂回收塔冷凝器出口管线分成两路：一路返回溶剂回收塔上部，另一路连接萃取精馏塔上部；

所述脱轻塔底部连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后与加氢反应器上部连接；

所述压缩机吸入罐连接压缩机和加氢进出料换热器；

所述加氢反应器下部依次与加氢进出料换热器、加氢热分离罐连接；加氢热分离罐顶部与加氢冷分离罐连接，底部与稳定塔连接；

所述稳定塔底部与异丁烷成品塔连接；

所述异丁烷成品塔顶部连接异丁烷成品线。

包括：醚后碳四经过萃取精馏可制得丁烯产品；

不饱和碳四原料经萃取精馏和加氢后制得异丁烷产品；饱和碳四原料经加氢分离后得到异丁烷产品。

具体包括以下步骤：

（a）不饱和碳四气化后进入萃取精馏塔进行萃取精馏，塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入脱轻塔；

（b）由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔，塔顶得到的碳四烯烃，再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品；

（c）由界外来的饱和碳四（如：炼厂来的液化气等饱和碳四等）与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合后进入脱轻塔精馏，塔釜物料经加热后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H₂S和NH₃；

（d）由汽提塔釜采出的循环溶剂作为热源依次经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后经溶剂冷却器冷却至40～60℃后与萃取精馏塔上部连接；同时循环溶剂抽出一小股物料送去溶剂回收塔；

（e）由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器换热后送去溶剂回收塔；

（f）由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40～75℃后分两路，一路作为回流返回溶剂回收塔顶部，另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部；

（g）加氢反应器底部出料经进出料换热后进入加氢分离装置，分离出的氢气返回加氢反应器，加氢分离装置底部物料进入稳定塔；

(h)稳定塔底部物料进入异丁烷成品塔；通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。

萃取精馏的溶剂可采用现有技术中通常采用的，如选自乙腈水溶液、N-甲基吡咯烷酮水溶液中的至少一种。

步骤（c）中，脱轻塔釜物料经加热至160～400℃后进入加氢反应器。

步骤（g）中，当加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐时，加氢反应器底部出料经进出料换热降温至50～100℃后进入加氢热分离罐；

当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时，加氢反应器底部物料经进出料换热后，再经加氢后冷器冷却至35～45℃后进入加氢分离罐。

可采用以下技术方案：

（a）不饱和碳四经完全气化后进入萃取精馏塔，通过加入溶剂进行萃取精馏，塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入脱轻塔；

（b）由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔，塔顶得到的碳四烯烃再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品；

（c）由汽提塔底部采出的循环溶剂经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料蒸发罐预热器换热后，最后经溶剂冷却器冷却至40～60℃返回萃取精馏塔顶部作为溶剂进料；同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔；

（d）由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器加热至60～100℃后送去溶剂回收塔；

（e）由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40～75℃后分两路，一路作为回流返回溶剂回收塔顶部，另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部；

（f）由界外来的饱和碳四与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合进入脱轻塔，通过精馏，塔顶脱除碳二、碳三等轻组分，塔釜物料通过加氢进出料换热器预热至140～250℃后再经加氢进料加热器升温至160～400℃，最后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H₂S和NH₃；

（g）加氢反应器底部出料经与加氢进料换热后降温至50～100℃后可有两种方式，一种先经加氢后冷器冷却至35～45℃后进入加氢分离罐经过气液分离，顶部气相连接压缩机吸入罐，底部液相连接稳定塔；另一种方式为先进入加氢热分离罐进行气液分离，顶部气相经过加氢后冷却器冷却至35～45℃后进入加氢冷分离罐，冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐，底部连接加氢热分离罐，加氢热分离罐底部液相连接稳定塔。

加氢分离罐或加氢冷分离罐顶部气相大部分作为循环氢气返回加氢反应进料，并通过泄放管线维持循环氢系统内非氢气体含量稳定。

（h）新鲜氢气自界外与冷分离罐顶气体合并进入压缩机吸入罐，再经压缩机增压后与碳四混合物一起进入加氢进出料换热器；

（i）由加氢热分离罐底部物料进入稳定塔，通过精馏分离塔顶脱除H₂S，NH₃等不凝气，底部物料进入异丁烷成品塔；通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。

本发明所采用催化剂为镍系或钯系加氢催化剂。

本发明的各设备的工艺条件可采用现有技术中通常采用的工艺条件，本发明中，可优选采用以下工艺条件：

加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为180～400℃，压力为1.5～4.5MpaG，反应温升为2～50℃，氢油比为0.2～5(摩尔比），液体体积空速为0.5～6h^－1；

萃取精馏塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：40～60℃，塔板数100～150，回流比1～10，溶剂比5～10；

汽提塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：40～60℃，塔板数30～80，回流比1～10；

烷烃水洗塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：35～50℃，塔板数30～90，塔内件为筛板或填料；

烯烃水洗塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：35～50℃，塔板数30～90，塔内件为筛板或填料；

溶剂回收塔操作压力：0.005～0.1MPaG，塔顶操作温度：60～120℃，塔板数20～80，回流比1～10；

脱轻塔操作压力：1～3MPaG，塔顶操作温度：20～60℃，塔板数60～150，回流比5～20；

稳定塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：-20～100℃，塔板数20～80，全回流操作；

异丁烷成品塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：20～60℃，塔板数80～150，回流比1～10。

本发明的特点是：

1）采用乙腈和水的混合溶剂分离丁烷与丁烯；

2）萃取精馏塔和汽提塔均在加压下操作，塔顶温度45℃左右；

3）溶剂对碳四溶解性好，塔内基本无双液相；

4）溶剂粘度小，塔内基本无发泡现象；

5）通过加氢将不饱和烯烃全部转化为饱和烯烃，将原料有机硫氮等杂质转化为H₂S和NH₃进行脱除，避免了对产品的影响；

6）通过合理设置换热顺序，最大程度上回收能量，降低系统能耗，提高了装置的经济效益，通过循环溶剂换热和溶剂回收塔回收热量，节省能耗15%以上；

7）通过较优的分离流程最大程度减少异丁烷的损失率，同时通过适宜的操作参数使塔釜温度均低于130℃，塔顶温度45℃左右，采用较廉价的低压蒸汽和循环冷却水即可换热，无需外部介入高等级的蒸汽和高品质的冷冻水

8）本发明通过将萃取精馏和加氢工艺进行组合，原则上可以处理所有炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四。

附图说明

图1本发明的制备异丁烷的系统示意图（当加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐时）

图2本发明的制备异丁烷的系统示意图（当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时）

附图标记说明：

1-原料预热器；2-萃取精馏塔；3-萃取精馏塔冷凝器；4-萃取蒸汽再沸器；5-萃取溶剂再沸器；6-萃取中间再沸器；7-溶剂冷却器；8-烷烃水洗塔；9-汽提塔；10-汽提塔冷凝器；11-汽提塔再沸器；12-烯烃水洗塔；13-溶剂回收塔进出料换热器；14-溶剂回收塔；15-溶剂回收塔冷凝器；16-溶剂回收塔再沸器；17-脱轻塔；18-脱轻塔冷凝器；19-脱轻塔再沸器；20-加氢反应器；21-加氢进出料换热器；22-加氢进料加热器；23--加氢后冷器；24-加氢分离罐；25-加氢热分离罐；26-加氢冷分离罐；27-压缩机吸入罐；28-压缩机；29-稳定塔；30-稳定塔冷凝器；31-稳定塔再沸器；32-异丁烷成品塔；33-异丁烷成品塔中间再沸器；34-异丁烷成品塔冷凝器；35-异丁烷成品塔蒸汽再沸器；36-醚后碳四；37-补充溶剂；38-饱和碳四；39-驰放气；40-补充氢气；41-丁烯；42-异丁烷产品；43-正丁烷

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

实施例：

如图1所示，一种制备异丁烷的系统。

包括：萃取精馏塔2、烷烃水洗塔8、汽提塔9、烯烃水洗塔12、溶剂回收塔14、脱轻塔17、加氢反应器20、加氢进出料换热器21、加氢进料加热器22、加氢热分离罐25、加氢后冷器23、加氢冷分离罐26、稳定塔29、异丁烷成品塔32；

所述萃取精馏塔2顶部连接烷烃水洗塔8，萃取精馏塔2底部连接汽提塔9；汽提塔9顶部连接烯烃水洗塔12，汽提塔9底部与萃取精馏塔2上部连接；

所述烷烃水洗塔8顶部连接脱轻塔17；所述脱轻塔17底部连接加氢进出料换热器21、加氢进料加热器22后连接加氢反应器20上部；

所述加氢反应器20底部连接加氢进出料换热器21后连接加氢热分离罐25，加氢热分离罐25顶部依次连接加氢后冷器23、加氢冷分离罐26、压缩机吸入罐27、压缩机28后与脱轻塔底部出口管线合并后连接加氢进出料换热器21，加氢热分离罐25底部连接稳定塔29；稳定塔29底部连接异丁烷成品塔32。

所述萃取精馏塔2下部分别设置有萃取蒸汽再沸器4、萃取溶剂再沸器5和萃取中间再沸器6；萃取精馏塔2顶部设置有顶部冷凝器3；所述异丁烷成品塔32下部设置中间再沸器33；

汽提塔9底部依次连接萃取溶剂再沸器5、萃取中间再沸器6、原料预热器1、溶剂冷却器7后与萃取精馏塔2上部连接。

烷烃水洗塔8和烯烃水洗塔12底部连接溶剂回收塔14，溶剂回收塔14顶部依次连接异丁烷成品塔中间再沸器33和溶剂回收塔冷凝器15，溶剂回收塔冷凝器15出口管线分成两路：一路返回溶剂回收塔14上部，另一路连接萃取精馏塔2上部.

所述加氢进料加热器为加热炉。

（a）不饱和碳四经完全气化后进入萃取精馏塔，通过加入溶剂进行萃取精馏，塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入脱轻塔；

（b）由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔，塔顶得到的碳四烯烃再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品；

（c）由汽提塔底部得到富含溶剂的物料经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后，最后经溶剂冷却器冷却至40～60℃后返回萃取精馏塔上部作为溶剂进料；同时循环溶剂抽出一小股物料送去溶剂回收塔；

（d）饱和碳四与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合进入脱轻塔，通过精馏，塔顶脱除碳二、碳三等轻组分，塔釜物料通过加氢进出料换热器预热至160℃后再经加热炉升温至200℃，最后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并将微量有机硫氮转化为H₂S和NH₃；

（e）由汽提塔釜采出的循环溶剂作为热源依次经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后经溶剂冷却器冷却至40～60℃后与萃取精馏塔上部连接；同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔；

（f）由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器换热后送去溶剂回收塔；

（g）由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至70℃后分两路，一路作为回流返回溶剂回收塔顶部，另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部；

（h）加氢反应器底部出料经与加氢进出料换热器换热后进入加氢热分离罐；

加氢热分离罐分离出的液相产物进入稳定塔，罐顶部气相先经加氢后冷器冷却至40℃后进入加氢冷分离罐进一步闪蒸；

加氢冷分离罐底部液相产物返回加氢热分离罐，顶部气相大部分经压缩作为循环氢气返回加氢反应进料，并通过泄放管线维持循环氢系统内非氢气体含量稳定。

（i）新鲜氢气自界外与压缩机吸入罐顶部的循环氢合并，再经压缩机增压后与碳四混合物一起进入加氢进出料换热器；

（j）加氢热分离罐底部物料进入稳定塔，通过精馏分离塔顶脱除H₂S，NH₃等不凝气，底部物料进入异丁烷成品塔；通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。

所述加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为200℃，压力为2.5MpaG，反应温升为5℃，氢油比为1.1(摩尔比），液体体积空速为2.0h^－1。

萃取精馏塔操作压力：0.45MPaG，塔顶操作温度：45℃，塔板数120，回流比3，溶剂比7.5；

汽提塔操作压力：0.34MPaG，塔顶操作温度：45℃，塔板数50，回流比2；

烷烃水洗塔操作压力：0.4MPaG，塔顶操作温度：40℃，塔板数60，塔内件为筛板；

烯烃水洗塔操作压力：0.4MPaG，塔顶操作温度：40℃，塔板数60，塔内件为筛板；

溶剂回收塔操作压力：0.01MPaG，塔顶操作温度：78℃，塔板数45，回流比3.5；

脱轻塔操作压力：1.45MPaG，塔顶操作温度：41℃，塔板数60，回流比12；

稳定塔操作压力：0.5MPaG，塔顶操作温度：40℃，塔板数50，全回流操作；

异丁烷成品塔操作压力：0.5MPaG，塔顶操作温度：45℃，塔板数120，回流比6。

采用如图1所示流程，得到表2的结果。

结果表明，采用本发明的系统和方法制异丁烷，异丁烷收率＞98.5%，通过换热网络回收能量，节省能耗0.19kJ/t异丁烷。

表2

Claims (8)

1.一种制备异丁烷的系统，其特征在于：

所述系统包括：萃取精馏塔、烷烃水洗塔、汽提塔、烯烃水洗塔、溶剂回收塔、脱轻塔、加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置、稳定塔、异丁烷成品塔；

所述萃取精馏塔顶部连接烷烃水洗塔，萃取精馏塔底部连接汽提塔；汽提塔顶部连接烯烃水洗塔，汽提塔底部与萃取精馏塔上部连接；

所述烷烃水洗塔顶部连接脱轻塔；所述脱轻塔底部连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后连接加氢反应器上部；

所述烷烃水洗塔和烯烃水洗塔底部连接溶剂回收塔；溶剂回收塔顶部连接异丁烷成品塔中间再沸器后再连接溶剂回收塔冷凝器，溶剂回收塔冷凝器出口管线分成两路：一路返回溶剂回收塔上部，另一路连接萃取精馏塔上部；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢分离装置，加氢分离装置依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与脱轻塔底部出口管线合并后连接加氢进出料换热器；

加氢分离装置底部连接稳定塔；稳定塔底部连接异丁烷成品塔。

2.如权利要求1所述的制备异丁烷的系统，其特征在于：

所述加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢热分离罐，加氢热分离罐顶部依次连接加氢后冷器和加氢冷分离罐，加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐；加氢热分离罐底部连接稳定塔。

3.如权利要求1所述的制备异丁烷的系统，其特征在于：

所述加氢分离装置包括：加氢后冷器和加氢分离罐；

所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接加氢后冷器和加氢分离罐，加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐，加氢分离罐底部连接稳定塔。

4.如权利要求1～3之一所述的制备异丁烷的系统，其特征在于：

所述萃取精馏塔下部分别设置有萃取蒸汽再沸器、萃取溶剂再沸器和萃取中间再沸器；萃取精馏塔顶部设置有顶部冷凝器；

汽提塔底部依次连接萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器、溶剂冷却器后与萃取精馏塔上部连接。

5.如权利要求4所述的制备异丁烷的系统，其特征在于：

所述加氢进料加热器为电加热、蒸汽加热或加热炉。

6.一种采用如权利要求1所述系统的制备异丁烷的方法，其特征在于所述方法包括：

(a)不饱和碳四气化后进入萃取精馏塔进行萃取精馏，塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入脱轻塔；

(b)由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔，塔顶得到的碳四烯烃再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品；

(c)由界外来的饱和碳四与由烷烃水洗塔顶部采出碳四物料混合后进入脱轻塔精馏，塔釜物料经加热后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并脱除微量有机硫氮等杂质；

(d)由汽提塔釜采出的循环溶剂作为热源依次经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后经溶剂冷却器冷却至40～60℃后与萃取精馏塔上部连接；同时循环溶剂抽出一小股物料送去溶剂回收塔；

(e)由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器换热后送去溶剂回收塔；

(f)由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40～75℃后分两路，一路作为回流返回溶剂回收塔顶部，另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部；

(g)加氢反应器底部出料经进出料换热后进入加氢分离装置，分离出的氢气返回加氢反应器，加氢分离装置底部物料进入稳定塔；

(h)稳定塔底部物料进入异丁烷成品塔；通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。

7.如权利要求6所述的制备异丁烷的方法，其特征在于：

步骤(c)中，塔釜物料经加热至160～400℃后进入加氢反应器；

步骤(g)中，当加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐时，加氢反应器底部出料经进出料换热降温至50～100℃后进入加氢热分离罐,加氢热分离罐顶部气相经过加氢后冷却器冷却至35～45℃后进入加氢冷分离罐；

当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时，加氢反应器底部物料经进出料换热后，再经加氢后冷器冷却至35～45℃后进入加氢分离罐。

8.如权利要求6所述的制备异丁烷的方法，其特征在于：

所述加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为160～400℃，压力为1.5～4.5MpaG,反应温升为2～50℃，摩尔氢油比为0.2～5，液体体积空速为0.5～6h^－1；

萃取精馏塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：40～60℃，塔板数100～200，回流比1～10，溶剂比5～10；

汽提塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：40～60℃，塔板数30～80，回流比1～10；

烷烃水洗塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：35～50℃，塔板数30～90，塔内件为筛板或填料；

烯烃水洗塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：35～50℃，塔板数30～90，塔内件为筛板或填料；

溶剂回收塔操作压力：0.005～0.1MPaG，塔顶操作温度：60～120℃，塔板数20～80，回流比1～10；

脱轻塔操作压力：1～3MPaG，塔顶操作温度：20～60℃，塔板数60～150，回流比5～20；

稳定塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：-20～100℃，塔板数20～80，全回流操作；

异丁烷成品塔操作压力：0.1～1MPaG，塔顶操作温度：20～60℃，塔板数80～150，回流比1～10。