CN107056570B

CN107056570B - 一种异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺

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Publication number: CN107056570B
Application number: CN201710161413.1A
Authority: CN
Inventors: 马广生; 贾太轩; 张书录; 陈文仓
Original assignee: Puyang Shengyuan Petrochemical Group Co ltd
Current assignee: Puyang Shengyuan Energy Technology Co ltd
Priority date: 2017-03-17
Filing date: 2017-03-17
Publication date: 2023-05-30
Anticipated expiration: 2037-03-17
Also published as: CN107056570A

Abstract

本发明涉及一种提供的异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺，利用原料气不同组分沸点和溶解度的差异，增设异辛烷精制烷基化原料气操作单元，采用异辛烷为吸收剂，脱除醚后碳四原料气中的有机硫、有机氯，经过催化加氢的碳四物料，1,3‑丁二烯的转化率大于99.2%，1‑丁烯异构化为2‑丁烯大于69.5%，提高了异辛烷的收率和辛烷值，提高整个装置的综合效益；本发明较好解决了1,3‑丁二烯催化加氢催化剂失活问题，延长了催化剂的寿命，有效降低了装置的酸耗，提高了异辛烷的产品品质，吸收饱和的异辛烷进入废硫酸处理装置，充分利用物料，实现了原子经济，本发明为环境友好的技术改革方案。

Description

一种异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺

技术领域

本发明涉及化工设备技术领域，具体的说是一种异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺。

背景技术

硫酸烷基化工艺采用杜邦授权许可的斯特拉科工艺技术，是以醚后碳四(C₄)中的异丁烷、丁烯为反应物料，原料组成见附表1，以90% -98%的硫酸为催化剂，在低温下（8～13.5 ℃）液相反应生成异辛烷工艺过程。包括原料处理部分、反应部分、制冷部分、流出物处理部分、分馏部分、酸碱系统和放空系统组成。

原料处理部分主要包括脱水后的醚后碳四加氢精制单元，目的是通过加氢脱除原料中的1,3-丁二烯，加氢催化剂选取LY-DB^iso-03既Pd/Al₂O₃，加氢反应是放热反应，1,3-丁二烯催化加氢过程中，伴随约69.5%的1-丁烯异构化为2-丁烯，进而提高烷基化油的辛烷值。原料中1,3-丁二烯是烷基化反应中的主要有害杂质，据资料报道每千克1,3-丁二烯消耗13.4Kg浓硫酸，在烷基化反应过程中，1,3-丁二烯会生产多支链的粘稠聚合物，堵塞催化剂孔道，降低催化剂寿命，使产品的干点升高，酸耗加大，造成烷基化油品质降低，脱除原料中1,3-丁二烯，采用选择性加氢技术，该技术已经在国内多套烷基化装置上应用。

随醚后碳四带入的有机硫化物，是使催化剂失活的最主要有害杂质，如每公斤甲硫醇按照等摩尔分子反应，20 Kg消耗浓硫酸，容易造成催化剂失活；随混合碳四带入的有机氯化物，易造成催化剂永久性失活。失活后的催化剂，尽管可以用热氢气吹扫使其部分活化，装置的催化加氢性能和效果很不理想。

发明内容

针对上述现有技术中随醚后碳四带入的有机硫化物、有机氯化物易造成催化剂永久性失活等问题，本发明提供一种异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案为：

一种异辛烷精制烷基化原料气的装置，该装置设有异辛烷储罐、醚后碳四储罐、富油异辛烷中转罐、闪蒸罐、气液分离器、压缩机、填料吸收塔、加氢精制塔、醚后碳四加热器、静态混合器及富油异辛烷加热器，所述醚后碳四储罐上设有脱水后的醚后碳四物料入口，其出口经导管与压缩机入口连接，压缩机出口经导管与填料吸收塔下部连接，填料吸收塔底部出口经导管与富油异辛烷中转罐入口连接，填料吸收塔顶部出口经导管与气液分离器连接，富油异辛烷中转罐出口通过导管经富油异辛烷加热器与闪蒸罐入口连接，闪蒸罐底部出口经导管与异辛烷储罐入口连接，异辛烷储罐出口经导管与填料吸收塔上部入口连接，闪蒸罐顶部出口经导管与静态混合器的入口连接，气液分离器的顶部出口通过导管经醚后碳四加热器与静态混合器的入口连接，气液分离器的底部出口与闪蒸罐入口连接，静态混合器的出口经导管与加氢精制塔下部入口连接，加氢精制塔的中部设有加氢入口。

所述加氢精制塔的下部通过导管与静态混合器的入口连接。

所述异辛烷储罐与填料吸收塔之间设有多个并联连接的液压泵。

所述导管上均设有控制阀。

所述的填料吸收塔的填料为陶瓷质鲍尔环。

一种利用如上所述的装置精制烷基化原料气的工艺，脱水后的碳四物料进入醚后碳四储罐，由压缩机压入填料吸收塔底部，经过填料吸收塔顶部异辛烷洗涤后，进入气液分离器；异辛烷从填料吸收塔顶部喷入，从塔底部进入富油异辛烷中转罐，完成对碳四原料气的脱除有机硫、有机氯的负荷；

碳四物料由气液分离器进入醚后碳四加热器，与部分系统氢气及闪蒸罐的气相一起进入静态混合器，再由加氢精制塔底部进入，部分系统氢气从加氢精制塔中部进入；

催化加氢的工艺条件为：压力: 2.0 MPa，床层入口温度: 40～60，对应催化剂使用初期～末期的温度；H₂/二烯烃摩尔比：1.5～2.0 mol/mol; 液相体积空速：7～10 h^-1；

富油异辛烷从填料吸收塔底部进入富油异辛烷中转罐，经富油异辛烷加热器后，进入闪蒸罐，气相部分通过单向阀进入静态混合器，液相部分进入异辛烷储罐。

本发明的有益效果：

本发明提供的异辛烷精制烷基化原料气的装置及工艺，由于分子量的差异和范德华力的不同，利用原料气不同组分沸点和溶解度的差异，增设异辛烷精制烷基化原料气操作单元，采用异辛烷为吸收剂，脱除醚后碳四原料气中的有机硫、有机氯，经过催化加氢的碳四物料，1,3-丁二烯的转化率大于99.2%，1-丁烯异构化为2-丁烯大于69.5%，提高了异辛烷的收率和辛烷值，提高整个装置的综合效益；本发明较好解决了1,3-丁二烯催化加氢催化剂失活问题，延长了催化剂的寿命，有效降低了装置的酸耗，提高了异辛烷的产品品质，吸收饱和的异辛烷进入废硫酸处理装置，充分利用物料，实现了原子经济，本发明为环境友好的技术改革方案。

附图说明

图1为本发明装置及流程图；

图2为图1的局部放大图；

附图标记： V201、异辛烷储罐，V202 、醚后碳四储罐，V203、富油异辛烷中转罐，V204 、闪蒸罐，V205 、气液分离器，K201、压缩机，T201、填料吸收塔，T202 、加氢精制塔，E201、醚后碳四加热器，E202、富油异辛烷加热器，P117、静态混合器。

具体实施方式

下面结合具体实施方式对本发明做进一步的阐述。

如图所示：一种异辛烷精制烷基化原料气的装置，该装置设有异辛烷储罐V201、醚后碳四储罐V202、富油异辛烷中转罐V203、闪蒸罐V204、气液分离器V205、压缩机K201、填料吸收塔T201、加氢精制塔T202、醚后碳四加热器E201、静态混合器P117及富油异辛烷加热器E202，所述醚后碳四储罐V202上设有脱水后的醚后碳四物料入口，其出口经导管与压缩机K201入口连接，压缩机K201出口经导管与填料吸收塔T201下部连接，填料吸收塔T201底部出口经导管与富油异辛烷中转罐V203入口连接，填料吸收塔T201顶部出口经导管与气液分离器V205连接，富油异辛烷中转罐V203出口通过导管经富油异辛烷加热器E202与闪蒸罐V204入口连接，闪蒸罐V204底部出口经导管与异辛烷储罐V201入口连接，异辛烷储罐V201出口经导管与填料吸收塔T201上部入口连接，闪蒸罐V204顶部出口经导管与静态混合器P117的入口连接，气液分离器V205的顶部出口通过导管经醚后碳四加热器E201与静态混合器P117的入口连接，气液分离器V205的底部出口与闪蒸罐V204入口连接，静态混合器P117的出口经导管与加氢精制塔T202下部入口连接，加氢精制塔T202的中部设有加氢入口；所述加氢精制塔T202的下部通过导管与静态混合器P117的入口连接；所述导管上均设有控制阀。

脱水后的醚后碳四物料进入储罐V202，由压缩机K201压入吸收塔T201底部，进过塔顶部异辛烷洗涤后，进入气液分离器V205。异辛烷由异辛烷储罐V201，经过泵P201A（P201B）备从吸收塔T201顶部喷入，吸收塔填料为陶瓷质鲍尔环Φ25 38*50*76，从塔底部进入富油异辛烷中转罐V203，完成对碳四原料气脱除有机硫、有机氯的负荷，确保了后序加氢催化剂的高活性和选择性，完成1,3-丁二烯催化加氢和1-丁烯异构化2-丁烯的生产任务，进一步降低生产过程的酸耗，装置能够安稳长满优运行，异辛烷装置的效益最大化。

碳四物料由气液分离器进入醚后碳四加热器E201，和部分系统氢气，闪蒸罐V204的气相汇合，进入静态混合器P117，再由加氢精制塔T202底部进入，部分系统氢气从加氢精制塔T202中部进入。主要工艺条件：压力 2.0 MPa，床层入口温度: 40～60(催化剂使用初期末期) H₂/二烯烃摩尔比：1.5～2.0 mol/mol; 液相体积空速：7～10h^-1。经过催化加氢的碳四物料，1,3-丁二烯的转化率大于99.2%，1-丁烯异构化为2-丁烯大于69.5%。

异辛烷从吸收塔T201进入富油异辛烷中转罐V203，经富油异辛烷加热器E202后，进入闪蒸罐V204，气相部分通过单向阀进入静态混合器P117，液相部分由泵P202A（P202B备）进入异辛烷储罐V201，循环备用。

装置生产异辛烷的酸耗检测值，为衡量吸收剂的饱和程度和更换频率。酸耗值超过86，饱和的异辛烷送到废硫酸处理车间的焚烧炉，为焚烧炉提供热能，物料充分利用，节能环保。

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术的现状，提供异辛烷精制烷基化原料气操作单元，采用异辛烷为吸收剂，催化加氢塔前，增加脱除有机硫、有机氯的预处理工段，填料塔顶部喷淋异辛烷吸收剂，塔底部进入醚后碳四，由于硫醇、硫醚和噻吩，比烃类的沸点高，由于分子量偏大，范德华力较强所致，如分子量最小的甲硫醇沸点5.9 ℃，乙硫醇沸点36.2 ℃，异辛烷中的溶解度较大。其它气态组分如正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、1,3-丁二烯等烃类沸点较低，原料组份沸点见附表2，在异辛烷中有一定的溶解性，因此吸收富液打到闪蒸罐，气相组分进入物料管线，由压缩机送至加氢精制工段前的静态混合器，液相打入异辛烷储罐，循环利用，该发明方案切实可行。由于容易引起加氢催化剂中毒的有机硫和有机氯被大量脱出，提高了1,3-丁二烯的催化加氢和1-丁烯催化异构化成2-丁烯的转化率和收率，提高了异辛烷收率和产能，提高整个装置综合效益。

装置生产异辛烷的酸耗检测值，为衡量吸收剂的饱和程度和更换频率。酸耗设计值为66。实际工业参考值66～86。

富液异辛烷可以送到废硫酸处理车间，作为裂解炉的燃料，为裂解炉提供热能；也可以达到芳构化车间，进行深加工处理，以达到充分利用物料，实现原子经济，成为环境友好型技术改革方案。

原料气中丁二烯平均含量0.135%，一年得到丁二烯288.75吨。可以得到异丁烯298.9吨，消耗氢气10.67吨，折合标方11.8476 m³, 单价2.30元/m³, 费用27.2268万元。

多产异辛烷609.68吨，单价5200.00元/吨, 创利润317.034万元。

减少废酸量581.28吨90%计算，废酸处理费400元/吨，节俭费用23.251万元

多出的电耗5954.8元其它费用约5954.8元/年

合计: 每年增收311.867万元

表.1 醚后C₄主要成分沸点

表.2 醚后C₄原料气组成

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Claims

1.一种精制烷基化原料气的工艺，其特征在于：本工艺采用的装置中包括醚后碳四储罐（V202），所述醚后碳四储罐（V202）上设有脱水后的醚后碳四物料入口，其出口经导管与压缩机（K201）入口连接，压缩机（K201）出口经导管与填料吸收塔（T201）下部连接，填料吸收塔（T201）底部出口经导管与富油异辛烷中转罐（V203）入口连接；

填料吸收塔（T201）顶部出口经导管与气液分离器（V205）连接，富油异辛烷中转罐（V203）出口通过导管经富油异辛烷加热器（E202）与闪蒸罐（V204）入口连接，闪蒸罐（V204）底部出口经导管与异辛烷储罐（V201）入口连接，异辛烷储罐（V201）出口经导管与填料吸收塔（T201）上部入口连接，闪蒸罐（V204）顶部出口经导管与静态混合器（P117）的入口连接，气液分离器（V205）的顶部出口通过导管经醚后碳四加热器（E201）与静态混合器（P117）的入口连接，气液分离器（V205）的底部出口与闪蒸罐（V204）入口连接，静态混合器（P117）的出口经导管与加氢精制塔（T202）下部入口连接，加氢精制塔（T202）的中部设有加氢入口；

该工艺步骤如下：

脱水后的碳四物料进入醚后碳四储罐（V202），由压缩机（K201）压入填料吸收塔（T201）底部，经过填料吸收塔（T201）顶部异辛烷洗涤后，进入气液分离器（V205）；异辛烷从填料吸收塔（T201）顶部喷入，从塔底部进入富油异辛烷中转罐（V203），完成对碳四原料气的脱除有机硫、有机氯的负荷；

碳四物料由气液分离器（V205）进入醚后碳四加热器（E201），与部分系统氢气及闪蒸罐（V204）的气相一起进入静态混合器（P117），再由加氢精制塔（T202）底部进入，部分系统氢气从加氢精制塔（T202）中部进入；

富油异辛烷从填料吸收塔（T201）底部进入富油异辛烷中转罐（V203），经富油异辛烷加热器（E202）后，进入闪蒸罐（V204），气相部分通过单向阀进入静态混合器（P117），液相部分进入异辛烷储罐（V201）。

2.如权利要求1所述的一种精制烷基化原料气的工艺，其特征在于：所述加氢精制塔（T202）的下部通过导管与静态混合器（P117）的入口连接。

3.如权利要求1所述的一种精制烷基化原料气的工艺，其特征在于：所述异辛烷储罐（V201）与填料吸收塔（T201）之间设有多个并联连接的液压泵。

4.如权利要求1所述的一种精制烷基化原料气的工艺，其特征在于：所述导管上均设有控制阀。

5.如权利要求1所述的一种精制烷基化原料气的工艺，其特征在于：所述的填料吸收塔（T201）的填料为陶瓷质鲍尔环。