CN108211404A - 烷基化反应装置及烷基化反应分离方法 - Google Patents

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Abstract

烷基化反应装置及方法，由烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元组成，所述的烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔、第二分馏塔和第三分馏塔，第一分馏塔塔顶经气体压缩机、第一分馏塔塔底再沸器、塔顶回流罐与第一分馏塔塔顶回流入口连通；第一分馏塔塔底液相出口连通第二分馏塔原料入口，第二分馏塔塔顶经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第二分馏塔塔顶回流入口，塔底液相出口与所述的第三分馏塔原料入口连通，第三分馏塔塔顶经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第三分馏塔塔顶回流入口，并设置轻馏分出口，所述的第三分馏塔塔底设置烷基化产品出口。本发明通过两级分离烷基化反应产物中异丁烷馏分，从而大幅度降低烷基化装置的总能耗。

Description

烷基化反应装置及烷基化反应分离方法
技术领域
本发明涉及一种化工反应装置和应用方法，更具体地说，涉及一种烷基化反应装置，以及一种烷基化反应分离方法。
背景技术
异丁烷与烯烃在酸性催化剂的作用下发生烷基化反应，通过烷基化反应得到的烷基化汽油不含硫、氮等杂质，不含芳烃和烯烃，且具有较高的辛烷值，是理想的清洁汽油调和组分。
丙烯、丁烯和戊烯均能与异丁烷发生烷基化反应并生成烷基化汽油，丁烯与异丁烷反应得到的烷基化汽油的辛烷值高于丙烯或戊烯与异丁烷反应生成的烷基化汽油的辛烷值，丙烯是重要的化工原料，戊烯是轻汽油组分且本身具有较高的辛烷值，因此，工业上的烷基化装置主要是以异丁烷与丁烯为原料来生产烷基化汽油。
目前工业上广泛采用的异丁烷与丁烯烷基化技术为硫酸法烷基化技术和氢氟酸法烷基化技术。虽然硫酸法和氢氟酸法烷基化技术经过几十年的不断改进已经十分成熟，但其本身所面临的安全和环保等问题是无法避免的，因此，科研人员一直致力于开发环境友好的烷基化技术，其中发展较快的有固体酸烷基化技术和离子液体烷基化技术。固体酸烷基化技术是以具有酸性的固体催化材料为催化剂，烷基化反应在催化剂表面的酸性中心上进行，固体酸催化剂与反应产物容易分离，不具有腐蚀性，设备材质要求低，不存在酸泄漏的安全与环境风险，也不需要考虑在线补酸、废酸再生和酸溶油处理等问题，因此，固体酸烷基化技术是一种替代常规液体酸烷基化技术的较好选择；离子液体烷基化技术是以常温下为液态的称为离子液体的熔融盐为催化剂，离子液体由无机阴离子和有机阳离子组成，经过适当改性后，在烷基化反应中表现出较好的活性和选择性，又由于离子液体具有挥发性低、热稳定性好、表现为液态的温度范围较宽和易于与反应产物分离等优点，因此，离子液体烷基化技术也是替代常规液体酸烷基化技术的一种选择。
不论是常规液体酸烷基化技术，还是固体酸烷基化技术或离子液体烷基化技术，采用较高的异丁烷与烯烃的摩尔比(或称烷烯比)均可以提高烷基化反应的选择性，得到品质更好的烷基化汽油产品，烷烯比有内部烷烯比和外部烷烯比之分，内部烷烯比是指反应活性中心处的烷烯比，通常通过搅拌或物料内部循环等措施可以使内部烷烯比具有较高的数值，外部烷烯比是指原料与循环异丁烷混合物流中的烷烯比，主要由产物分离单元得到的异丁烷循环回烷基化反应单元来保证，不同烷基化技术采用的外部烷烯比略有不同，硫酸法烷基化技术的外部烷烯比较低，固体酸烷基化技术的外部烷烯比较高，烷基化技术的外部烷烯比的范围为(5～30):1。
为了保证烷基化技术所需的较高的外部烷烯比，有较大量的循环异丁烷由产物分离单元分离出来，并循环回烷基化反应单元，循环异丁烷的流量为烷基化反应原料流量的数倍，分离循环异丁烷所需的能耗占烷基化装置总能耗的比例达到60％以上，是造成烷基化装置能耗偏高的主要原因，因此，降低循环异丁烷分离过程的能耗就能够有效降低烷基化装置的能耗。降低烷基化装置的外部烷烯比，减小循环异丁烷的流量，是降低循环异丁烷分离过程所需能耗的有效方法，但外部烷烯比的降低往往受到一定的限制，当外部烷烯比低于7:1时，烷基化反应的选择性就会受到明显的影响，因此，在尽可能降低外部烷烯比的情况下，开发其它节能技术是十分必要的。
发明内容
本发明要解决的技术问题之一是提供一种烷基化反应装置。
本发明要解决的技术问题之二是提供一种烷基化反应分离方法。
本发明要解决的技术问题之三是提供一种异丁烷与丁烯烷基化反应装置及异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，能够降低循环异丁烷分离过程的能耗，减少烷基化装置的操作费用。
一种烷基化反应装置，由烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元组成，所述的烷基化反应单元的产物出口连通所述的烷基化反应产物分离单元；所述的烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔、第二分馏塔和第三分馏塔，所述的第一分馏塔设置烷基化反应产物入口，所述的第一分馏塔塔顶气相出口连通气体压缩机入口，气体压缩机出口经第一分馏塔塔底再沸器、塔顶回流罐与第一分馏塔塔顶回流入口连通；所述的第一分馏塔塔底液相出口连通所述的第二分馏塔原料入口，第二分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第二分馏塔塔顶回流入口，所述的第二分馏塔塔底设置塔底再沸器，塔底液相出口与所述的第三分馏塔原料入口连通，所述的第三分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第三分馏塔塔顶回流入口，并设置轻馏分出口，所述的第三分馏塔塔底设置塔底再沸器，并设置烷基化产品出口。
一种烷基化反应分离方法，采用上述的烷基化反应产物分离装置，包括以下步骤：
(1)在烷基化反应单元中，烷基化原料与酸性催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)将烷基化反应产物引入第一分馏塔，由第一分馏塔塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为第一分馏塔塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流部分或全部作为第一分馏塔的回流返回塔顶；
(3)第一分馏塔的塔底液相物流引入第二分馏塔中，由第二分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为第二分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的轻馏分引出；
(4)第二分馏塔的塔底液相物流引入第三分馏塔中，由第三分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为第三分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为轻馏分引出，第三分馏塔的塔底液相物流作为烷基化产品。
一种异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，采用上述的烷基化反应产物分离装置，所述的第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，所述的第三分馏塔为脱正丁烷塔，包括以下步骤：
(1)含有异丁烷与丁烯的C4馏分与烷基化催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)来自于烷基化反应单元的烷基化反应产物引入一级脱异丁烷塔，由一级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为一级脱异丁烷塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为一级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的异丁烷馏分；
(3)一级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入二级脱异丁烷塔，由二级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为二级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的异丁烷馏分；
(4)二级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入脱正丁烷塔，由脱正丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为脱正丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的正丁烷馏分，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品。
本发明提供的丁烯与异丁烷烷基化反应产物分离方法中，所述的烷基化反应单元为固体酸烷基化反应单元、离子液体烷基化反应单元或硫酸法烷基化反应单元。
本发明提供的烷基化反应装置及烷基化反应分离方法的有益效果为：
本发明提供的烷基化反应装置的设备及流程简单，可以有效降低烷基化装置的总能耗。
本发明提供的烷基化反应分离方法具有较好的适应性，适用于固体酸烷基化技术、离子液体烷基化技术或硫酸法烷基化技术的烷基化反应产物的分离过程，尤其对采用较高外部烷烯比的固体酸烷基化技术来说，节能效果更加明显。
本发明提供的丁烯与异丁烷烷基化反应方法的有益效果为：
采用两级分离方法分离烷基化反应产物中的异丁烷馏分，降低了一级脱异丁烷塔的塔底和塔顶的温差，可以用较低温位的热源作为一级脱异丁烷塔塔底再沸器的热源。通过气体压缩机将一级脱异丁烷塔顶气相增压，提高了塔顶气相的温度和压力，利用塔顶气相作为塔底再沸器热源，塔顶气相冷凝过程的相变热得到了充分利用，一级脱异丁烷塔塔底再沸器的热负荷大大降低。由于一级脱异丁烷塔分离大部分异丁烷馏分，而分离异丁烷馏分的能耗占烷基化装置总能耗的比例较高，因此，采用本发明提供的分离方法可以有效降低烷基化装置的总能耗。
附图说明
图1为本发明提供的烷基化反应装置中烷基化反应产物分离单元的工艺流程示意图。
图2为对比例中采用的烷基化反应产物分离装置及分离方法的工艺流程示意图。
其中：1-烷基化反应产物；2-第一分馏塔；3-第一分馏塔塔顶气相；4-气体压缩机入口缓冲罐；6-气体压缩机；8-第一分馏塔塔底再沸器；10-第一分馏塔塔顶回流罐；13-第一分馏塔塔底补充再沸器；14-第一分馏塔塔底出料；15-第二分馏塔；16-第二分馏塔塔顶气相；17-第二分馏塔塔顶冷凝器；19-第二分馏塔塔顶回流罐；22-轻馏分出口；23-第二分馏塔塔底再沸器；24-第二分馏塔塔底出料；25-第三分馏塔；26-第三分馏塔塔顶气相；27-第三分馏塔塔顶冷凝器；29-第三分馏塔塔顶回流罐；31-轻馏分出口；32-第三分馏塔塔底再沸器；33-烷基化产品出口；5、7、9、11、12、18、20、21、28、30-管线。
具体实施方式
以下具体说明本发明的实施方式，但本发明并不因此而受到限制。
文中的所涉及的容器的“中部”是指由上至下容器的30％-70％的位置。
一种烷基化反应装置，由烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元组成，所述的烷基化反应单元的产物出口连通所述的烷基化反应产物分离单元；所述的烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔、第二分馏塔和第三分馏塔，所述的第一分馏塔中部设置烷基化反应产物入口，所述的第一分馏塔塔顶气相出口连通气体压缩机入口，气体压缩机出口经第一分馏塔塔底再沸器、塔顶回流罐与第一分馏塔塔顶回流入口连通；所述的第一分馏塔塔底液相出口连通所述的第二分馏塔中部的原料入口，第二分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第二分馏塔塔顶回流入口，所述的第二分馏塔塔底设置塔底再沸器，塔底液相出口与所述的第三分馏塔中部的原料入口连通，所述的第三分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第三分馏塔塔顶回流入口，并设置轻馏分出口，所述的第三分馏塔塔底设置塔底再沸器，并设置烷基化产品出口。
优选地，所述的第一分馏塔塔顶回流罐设置第一分馏塔轻馏分出口。
优选地，所述的第二分馏塔塔顶回流罐设置第二分馏塔轻馏分出口。
本发明提供的烷基化反应装置，优选地，所述的第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，所述的第三分馏塔为脱正丁烷塔。
本发明提供的烷基化反应装置中，所述的烷基化反应单元为固体酸烷基化反应单元、离子液体烷基化反应单元或硫酸法烷基化反应单元中的任一种。
一种烷基化反应分离方法，采用上述的烷基化反应装置，包括以下步骤：
(1)在烷基化反应单元中，烷基化原料与酸性催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)将烷基化反应产物引入第一分馏塔，由第一分馏塔塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为第一分馏塔塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流部分或全部作为第一分馏塔的回流返回塔顶；
(3)第一分馏塔的塔底液相物流引入第二分馏塔中，由第二分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为第二分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离得到的轻馏分引出；
(4)第二分馏塔的塔底液相物流引入第三分馏塔中，由第三分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为第三分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为得到的轻馏分引出，第三分馏塔的塔底液相物流作为烷基化产品。
本发明提供的烷基化反应分离方法中，所述的烷基化反应单元采用硫酸、离子液体或固体酸中的任一种作为催化剂。
一种异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，采用上述的烷基化反应产物分离装置，所述的第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，所述的第三分馏塔为脱正丁烷塔，包括以下步骤：
(1)含有异丁烷与丁烯的C4馏分与烷基化催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)将烷基化反应产物引入一级脱异丁烷塔，由一级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为一级脱异丁烷塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为一级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的异丁烷馏分引出；
(3)一级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入二级脱异丁烷塔，由二级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为二级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的异丁烷馏分引出；
(4)二级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入脱正丁烷塔，由脱正丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为脱正丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的正丁烷馏分引出，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品。
本发明提供的异丁烷与丁烯烷基化反应方法中，所述的烷基化反应单元采用硫酸、离子液体或固体酸中的任一种作为催化剂。所述的采用硫酸作为催化剂的烷基化反应单元的反应条件为：反应温度为-5～15℃，反应绝对压力为0.08～1.20MPa，外部烷烯比为5～15:1。所述的采用离子液体作为催化剂的烷基化反应单元的反应条件为：反应温度为10～40℃，反应绝对压力为0.15～2.00MPa，外部烷烯比为8～20:1。所述的采用固体酸作为催化剂的烷基化反应单元的反应条件为：反应温度为40～100℃，反应绝对压力为0.50～3.00MPa，外部烷烯比为10～30:1。
本发明提供的异丁烷与丁烯烷基化反应方法中，所述的烷基化反应产物由异丁烷、正丁烷和烷基化汽油组成，其中的异丁烷包含烷基化反应原料经过烷基化反应后剩余的异丁烷和由产物分离单元来的循环异丁烷；正丁烷不参与烷基化反应，其主要由烷基化原料带入，烷基化汽油为异丁烷与烯烃烷基化反应的反应产物。
本发明提供的异丁烷与丁烯烷基化反应方法中，所述的一级脱异丁烷塔塔顶和所述的二级脱异丁烷塔塔顶分离得到异丁烷馏分，所述的脱正丁烷塔塔顶分离得到正丁烷馏分、塔底物流得到烷基化汽油，其中所述的异丁烷馏分的大部分作为循环异丁烷返回烷基化反应单元，小部分作为副产物异丁烷馏分引出。优选地，所述的一级脱异丁烷塔分离出的异丁烷馏分占烷基化反应产物中异丁烷馏分的比例为50％～90％。
本发明提供的方法中，所述的一级脱异丁烷塔的塔顶温度为45～90℃、优选53～71℃，塔顶绝对压力为0.6～1.6MPa、优选0.7～1.1MPa，塔底温度为50～110℃、优选64～80℃；所述的二级脱异丁烷塔的塔顶温度为45～90℃、优选52～72℃，塔顶绝对压力为0.6～1.6MPa、优选0.7～1.1MPa，塔底温度为120～180℃、优选128～156℃；所述的脱正丁烷塔的塔顶温度为45～100℃、优选51～84℃，塔顶绝对压力为0.4～1.6MPa、优选0.5～1.1MPa，塔底温度为140～220℃、优选153～199℃。
本发明提供的方法中，一级脱异丁烷塔塔顶需要增压设备对异丁烷馏分增压，优选地，增压设备压缩比范围为1.3～4.5:1、优选1.8～3.0:1，增压设备出口绝对压力为1.0～3.2MPa、优选1.3～2.2MPa。
优选地，所述的一级脱异丁烷塔塔底设置塔底补充再沸器提供分离异丁烷所需剩余热量。
本发明提供的异丁烷与丁烯烷基化反应方法中，异丁烷馏分的分离采用两级分离的方法，其中第一级分离由一级脱异丁烷塔来完成，第二级分离由二级脱异丁烷塔来完成。一级脱异丁烷塔分离出烷基化反应产物中的大部分异丁烷馏分，其余少部分异丁烷馏分由二级脱异丁烷塔来分离。采用两级分离方法分离烷基化反应产物中的异丁烷馏分后，一级脱异丁烷塔的塔底和塔顶温差不大，可以用温位较低的热源作为一级脱异丁烷塔底再沸器的热源。
所述的一级脱异丁烷塔采用的是与常规分离方法不同的分离方法。常规分离方法是将一级脱异丁烷塔顶的气相物流直接进行冷凝冷却，分离过程所需的热量全部由一级脱异丁烷塔底再沸器提供，使得一级脱异丁烷塔底再沸器的热负荷很大，能耗较高。本发明采用的分离方法是将一级脱异丁烷塔的塔顶气相物流用气体压缩机增压，增压后的塔顶气相物流作为一级脱异丁烷塔塔底再沸器的热源，塔顶气相物流在一级脱异丁烷塔的塔底再沸器内液化，塔顶物流的相变热得到了充分利用，一级脱异丁烷塔分离所需的少部分热量由塔底补充再沸器提供。一级脱异丁烷塔从烷基化反应产物中分离出大部分的异丁烷馏分，采用本发明提供的分离方法后，一级脱异丁烷塔分离所需的能耗得到大幅度降低，因异丁烷馏分的分离所需的能耗占烷基化装置总能耗的比例较高，烷基化装置的总能耗也得到了明显的降低。
二级脱异丁烷塔的分离方法，是将烷基化反应产物中剩余的异丁烷馏分分离出来，因二级脱异丁烷塔顶为异丁烷馏分，塔底为正丁烷和烷基化汽油，塔底和塔顶的温差较大，若采用与一级脱异丁烷塔相同的分离方法，塔顶气相物流的气体压缩机需要采用较高的压缩比，且二级脱异丁烷塔只分离烷基化反应产物中的少量异丁烷馏分，因此，二级脱异丁烷塔塔顶气相物流不设置气体压缩机增压。二级脱异丁烷塔顶分离出来的异丁烷馏分的大部分与一级脱异丁烷塔顶得到的异丁烷馏分混合并作为循环异丁烷返回烷基化反应单元，另一少部分异丁烷馏分作为副产品外送，二级脱异丁烷塔底的正丁烷和烷基化汽油送至脱正丁烷塔进行进一步的分离。
由于烷基化反应产物中的正丁烷馏分含量较小，脱正丁烷塔采用常规的分离方法，其主要作用是将烷基化反应产物中的正丁烷与烷基化汽油进行分离。脱正丁烷塔顶得到的正丁烷馏分作为副产品外送，塔底得到烷基化汽油产品。
本发明提供的方法中，所述的一级脱异丁烷塔顶设置气体压缩机，通过气体压缩机给塔顶气相做功，提升了塔顶气相的压力和温度，使一级脱异丁烷塔顶气相的温位满足作为一级脱异丁烷塔塔底再沸热源的要求，塔顶气相冷凝时的相变热得到了充分利用，使一级脱异丁烷塔分离过程的能耗得到大幅度的降低。
以下参照附图，具体说明本发明提供的烷基化反应产物分离装置和分离方法的具体实施方式。
附图1为本发明提供的烷基化反应装置中的烷基化反应产物分离单元的流程示意图。烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔2、第二分馏塔15和第三分馏塔25，所述的第一分馏塔2中部设置烷基化反应产物入口1，所述的第一分馏塔塔顶气相3出口连通气体压缩机6入口，气体压缩机6出口经第一分馏塔塔底再沸器8、塔顶回流罐10与第一分馏塔塔顶回流入口连通；所述的第一分馏塔塔底液相14出口连通所述的第二分馏塔15中部的原料入口，第二分馏塔塔顶气相16出口经塔顶冷凝器17、塔顶回流罐19连通第二分馏塔塔顶回流入口，所述的第二分馏塔15塔底设置塔底再沸器23，塔底液相出口与所述的第三分馏塔25中部的原料入口连通，所述的第三分馏塔塔顶气相26出口经塔顶冷凝器27、塔顶回流罐29连通第三分馏塔25塔顶回流入口，并设置轻馏分出口，所述的第三分馏塔塔底设置塔底再沸器32，并设置烷基化产品33出口。
优选地，所述的第一分馏塔2为一级脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔15为二级脱异丁烷塔，所述的第三分馏塔25为脱正丁烷塔。上述烷基化反应产物分离装置在使用过程中，来自于烷基化反应单元的烷基化反应产物1经烷基化反应产物入口引入一级脱异丁烷塔2，一级脱异丁烷塔2的塔顶气相物流由管线3引出后，进入气体压缩机入口缓冲罐4，然后经管线5进入气体压缩机6，经增压后，塔顶气相物流的温度和压力提高，然后经由管线7引入一级脱异丁烷塔塔底再沸器8，提供一级脱异丁烷塔2分离所需的热量，塔顶气相物流在一级脱异丁烷塔塔底再沸器8内冷凝，塔顶气相物流的相变热得到充分利用，冷凝后的塔顶气相物流经由管线9引入一级脱异丁烷塔塔顶回流罐10，一级脱异丁烷塔塔顶回流罐10内的液相一部分作为回流经管线11引入一级脱异丁烷塔2的顶部，其余大部分作为循环异丁烷经由管线12返回烷基化反应单元。一级脱异丁烷塔2分离过程不足的热量由一级脱异丁烷塔塔底补充再沸器13提供。
一级脱异丁烷塔2底部的液相物流经由管线14引入二级脱异丁烷塔15，二级脱异丁烷塔15采用常规的分离方法，塔顶气相物流经由管线16引出后，经塔顶冷凝器17冷凝冷却后，再经管线18引入二级脱异丁烷塔塔顶回流罐19，二级脱异丁烷塔塔顶回流罐19内的液相一部分作为回流经管线20引入二级脱异丁烷塔15的顶部，一部分作为循环异丁烷经由管线21与管线12内的循环异丁烷混合并返回烷基化反应单元，其余部分作为异丁烷馏分副产品经管线22外送。一级脱异丁烷塔15分离所需的热量由一级脱异丁烷塔塔底再沸器23提供，塔底液相物流经管线24引入脱正丁烷塔25。
脱正丁烷塔25采用常规的分离方法，塔顶气相物流经由管线26引出后，经塔顶冷凝器27冷凝冷却后，再经管线28引入脱正丁烷塔塔顶回流罐29，脱正丁烷塔塔顶回流罐29内的液相一部分作为回流经管线30引入脱正丁烷塔25的顶部，另一部分作为正丁烷馏分副产品经管线31外送。脱正丁烷塔25分离所需的热量由脱正丁烷塔塔底再沸器32提供，塔底液相物流作为烷基化汽油产品由管线33外送。
下面的实施例将对本发明的实际应用情况予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例1
烷基化反应产物来自于固体酸烷基化技术的异丁烷与丁烯烷基化反应单元。采用的固体酸烷基化催化剂为含有Y型分子筛的固体酸催化剂，由中国石油化工股份有限公司催化剂长岭分公司生产，催化剂牌号为AIB-2。烷基化反应原料C4馏分取自中国石油化工股份有限公司北京燕山分公司，其组成见表1；外部烷烯比为25:1。
烷基化反应产物的分离采用附图1所示的烷基化反应产物分离装置，其中，第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，第三分馏塔为脱正丁烷塔。烷基化反应原料的质量组成见表1；烷基化反应产物分离装置的主要结构参数见表2；主要烷基化反应条件和分离装置的操作条件见表3。烷基化汽油的主要性质见表4，物料平衡数据见表5，烷基化反应产物分离过程的能耗见表6。
实施例2
烷基化反应产物来自于硫酸法烷基化技术的异丁烷与丁烯烷基化反应单元。催化剂为市售的浓度为99.2质量％的浓硫酸。烷基化反应原料C4馏分同实施例1，硫酸法烷基化技术采用的外部烷烯比为11:1，其中由一级脱异丁烷塔和二级脱异丁烷塔提供的外部烷烯比为8:1。
烷基化反应产物的分离采用图1所示的烷基化反应产物分离装置，第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，第三分馏塔为脱正丁烷塔。
烷基化反应原料的质量组成见表1；烷基化反应产物分离装置的主要结构参数见表2；主要烷基化反应条件和分离装置的操作条件见表3。烷基化汽油的主要性质见表4，物料平衡数据见表5，烷基化反应产物分离过程的能耗见表6。
对比例1
烷基化反应单元及得到的烷基化反应产物同实施例1。
烷基化反应产物的分离采用附图2所示的烷基化反应产物分离装置，与实施例1的区别在于烷基化反应产物中的异丁烷馏分在采用常规分离方法的脱异丁烷塔2内进行分离，脱异丁烷塔不采用二级分离方法，脱异丁烷塔的塔顶气相经塔顶冷凝器34冷凝冷却后，进入塔顶回流罐10，分离过程所需的热量全部由塔底再沸器8提供。
烷基化反应原料的质量组成见表1；烷基化反应产物分离装置的主要结构参数见表2；主要烷基化反应条件和分离装置的操作条件见表3。烷基化汽油的主要性质见表4，物料平衡数据见表5，烷基化反应产物分离过程的能耗见表6。
由表6可知：实施例1的能耗合计小于对比例1，与对比例1相比，实施例1的烷基化反应产物分离过程的能耗减少约20％，说明采用本发明所述的方法可减少外部烷烯比为25:1条件下烷基化装置的能耗水平。
对比例2
烷基化反应单元及得到的烷基化反应产物同实施例2。
采用图2所示的烷基化反应产物分离单元，与实施例2的区别在于，烷基化反应产物中的异丁烷馏分在采用常规分离方法的脱异丁烷塔2内进行分离，脱异丁烷塔不采用二级分离方法，脱异丁烷塔的塔顶气相经塔顶冷凝器34冷凝冷却后，进入塔顶回流罐10，分离过程所需的热量全部由塔底再沸器8提供。
烷基化反应原料的质量组成见表1；烷基化反应产物分离装置的主要结构参数见表2；主要烷基化反应条件和分离装置的操作条件见表3。烷基化汽油的主要性质见表4，物料平衡数据见表5，烷基化反应产物分离过程的能耗见表6。
由表6可知：实施例2的能耗合计小于对比例2，与对比例2相比，实施例2的烷基化反应产物分离过程的能耗减少约10％，说明采用本发明所述的方法可减少外部烷烯比为11:1条件下烷基化装置的能耗水平。
表1
烷基化原料的质量组成 质量％
丙烷 0.130
异丁烷 47.590
正丁烷 13.794
正丁烯 9.215
异丁烯 0.130
反丁烯 17.377
顺丁烯 11.754
C5+ 0.010
合计 100.00
表2
表3
表4
表5
实施例1 实施例2 对比例1 对比例2
烷基化反应产物进料，t/h 352.0 137.8 352.0 137.5
循环异丁烷，t/h 321.8 107.6 321.8 107.3
异丁烷馏分，t/h 2.4 2.4 2.4 2.4
正丁烷馏分，t/h 4.0 4.1 4.0 4.1
烷基化汽油，t/h 23.8 23.7 23.8 23.7
表6
实施例1 实施例2 对比例1 对比例2
电用量折算能耗，MJ/t烷油 2475.4 1587.0 610.0 534.2
蒸汽用量折算能耗，MJ/t烷油 4884.7 2605.4 8327.9 4005.5
循环水用量折算能耗，MJ/t烷油 563.2 434.0 1027.5 570.5
能耗合计，MJ/t烷油 7923.3 4626.4 9965.4 5110.2

Claims (19)

1.一种烷基化反应装置，由烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元组成，所述的烷基化反应单元的产物出口连通所述的烷基化反应产物分离单元；所述的烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔、第二分馏塔和第三分馏塔，所述的第一分馏塔设置烷基化反应产物入口，所述的第一分馏塔塔顶气相出口连通气体压缩机入口，气体压缩机出口经第一分馏塔塔底再沸器、塔顶回流罐与第一分馏塔塔顶回流入口连通；所述的第一分馏塔塔底液相出口连通所述的第二分馏塔原料入口，第二分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第二分馏塔塔顶回流入口，所述的第二分馏塔塔底设置塔底再沸器，塔底液相出口与所述的第三分馏塔原料入口连通，所述的第三分馏塔塔顶气相出口经塔顶冷凝器、塔顶回流罐连通第三分馏塔塔顶回流入口，并设置轻馏分出口，所述的第三分馏塔塔底设置塔底再沸器，并设置烷基化产品出口。
2.按照权利要求1所述的烷基化反应装置，其特征在于，所述的第一分馏塔塔顶回流罐设置第一分馏塔轻馏分出口。
3.按照权利要求1或2所述的烷基化反应装置，其特征在于，所述的第二分馏塔塔顶回流罐设置第二分馏塔轻馏分出口。
4.按照权利要求3中任一种所述的烷基化反应装置，其特征在于，所述的第一分馏塔为一级脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔为二级脱异丁烷塔，所述的第三分馏塔为脱正丁烷塔。
5.一种烷基化反应分离方法，采用权利要求1-3中任一种所述的烷基化反应装置，包括以下步骤：
(1)在烷基化反应单元中，烷基化原料与酸性催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)将烷基化反应产物引入第一分馏塔，由第一分馏塔塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为第一分馏塔塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流部分或全部作为第一分馏塔的回流返回塔顶；
(3)第一分馏塔的塔底液相物流引入第二分馏塔中，由第二分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，部分或全部作为第二分馏塔的回流返回塔顶；
(4)第二分馏塔的塔底液相物流引入第三分馏塔中，由第三分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为第三分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为轻馏分引出，第三分馏塔的塔底液相物流作为烷基化产品。
6.按照权利要求5所述的烷基化反应产物分离方法，其特征在于，步骤(2)中，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为第一分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的第一分馏塔轻馏分引出。
7.按照权利要求5或6所述的烷基化反应产物分离方法，其特征在于，步骤(3)中，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为第二分馏塔的回流返回塔顶，另一部分作为分离出的第二分馏塔轻馏分引出。
8.一种烷基化反应分离方法，采用权利要求4所述的烷基化反应分离装置，其特征在于，包括以下步骤：
(1)含有异丁烷与丁烯的C4馏分与烷基化催化剂接触进行烷基化反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元；
(2)将烷基化反应产物引入一级脱异丁烷塔，由一级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为一级脱异丁烷塔底再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为一级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分得到异丁烷馏分；
(3)一级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入二级脱异丁烷塔，由二级脱异丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为二级脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分得到异丁烷馏分；
(4)二级脱异丁烷塔的塔底液相物流引入脱正丁烷塔，由脱正丁烷塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为脱正丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分作为副产物正丁烷馏分，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品。
9.按照权利要求8所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的烷基化反应产物由异丁烷、正丁烷和烷基化汽油组成，烷基化汽油为异丁烷与烯烃烷基化反应的反应产物。
10.按照权利要求9所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔分离出的异丁烷馏分占烷基化反应产物中异丁烷馏分的比例为50％～90％。
11.按照权利要求6所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔的塔顶温度为45～90℃，塔顶绝对压力为0.6～1.6MPa，塔底温度为50～110℃；所述的二级脱异丁烷塔的塔顶温度为45～90℃，塔顶绝对压力为0.6～1.6MPa，塔底温度为120～180℃；所述的脱正丁烷塔的塔顶温度为45～100℃，塔顶绝对压力为0.4～1.6MPa，塔底温度为140～220℃。
12.按照权利要求11所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔的塔顶温度为53～71℃，塔顶绝对压力为0.7～1.1MPa，塔底温度为64～80℃；所述的二级脱异丁烷塔的塔顶温度为52～72℃，塔顶绝对压力为0.7～1.1MPa，塔底温度为128～156℃；所述的脱正丁烷塔的塔顶温度为51～84℃，塔顶绝对压力为0.5～1.1MPa，塔底温度为153～199℃。
13.按照权利要求12所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔塔顶需要增压设备对异丁烷馏分增压，增压设备压缩比范围为1.3～4.5:1，增压设备出口压力为1.0～3.2MPa。
14.按照权利要求13所述的烷基化反应产物分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔塔顶气相物流经气体压缩机增压，所述的气体压缩机压缩比范围为1.8～3.0:1，出口绝对压力为1.3～2.2MPa。
15.按照权利要求8所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的一级脱异丁烷塔塔底设置塔底补充再沸器提供分离异丁烷所需剩余热量。
16.按照权利要求8所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的烷基化催化剂为硫酸、离子液体或固体酸催化剂中的任一种。
17.按照权利要求16所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，采用硫酸作为烷基化催化剂的反应条件为：反应温度为-5～15℃，反应绝对压力为0.08～1.20MPa，外部烷烯比为5～15:1。
18.按照权利要求16所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，采用离子液体作为烷基化催化剂的反应条件为：反应温度为10～40℃，反应绝对压力为0.15～2.00MPa，外部烷烯比为8～20:1。
19.按照权利要求16所述的烷基化反应分离方法，其特征在于，采用固体酸催化剂的烷基化反应条件为：反应温度为40～100℃，反应绝对压力为0.50～3.00MPa，外部烷烯比为10～30:1。
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