CN108211405B - 烷基化反应装置及烷基化反应分离方法 - Google Patents
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Abstract
一种烷基化反应装置及烷基化反应分离方法，所述的装置由烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元组成，所述烷基化反应产物分离单元包括依次连通的第一分馏塔和第二分馏塔，第一分馏塔设置烷基化反应产物入口，第一分馏塔塔顶蒸汽出口连通气体压缩机入口，气体压缩机出口经第一分馏塔中段再沸器、塔顶回流罐与第一分馏塔塔顶回流入口连通；所述的第一分馏塔中段液相馏分出口经所述的中段再沸器在所述的中段液相馏分出口之上的位置返回第一分馏塔，所述的第一分馏塔设置塔底再沸器，塔底物料出口连通所述的第二分馏塔的原料入口。本发明通过利用脱异丁烷塔塔顶气相液化时的相变热，大幅度降低烷基化装置的总中段液相馏分出口能耗。
Description
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，能够有效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2和第二分馏塔16，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经气体压缩机6、第一分馏塔中段再沸器8、塔顶回流罐10与第一分馏塔塔顶回流入口连通；第一分馏塔中段液相馏分出口25经所述的中段再沸器8在所述的中段液相馏分出口之上的位置返回第一分馏塔，所述的第一分馏塔设置塔底再沸器14和塔底物料出口；第一分馏塔塔底物料出口连通第二分馏塔16的原料入口，第二分馏塔16塔顶气相出口经塔顶冷凝器18、塔顶回流罐20连通第二分馏塔塔顶回流入口，并在第二分馏塔塔顶回流罐设置轻馏分出口，第二分馏塔塔底设置塔底再沸器23，并设置烷基化产品出口。
一种烷基化反应分离方法，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中进行分馏分离，第一分馏塔塔顶气相物流经气体压缩机增压后，作为所述的第一分馏塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后引入塔顶回流罐，部分或全部作为塔顶回流返回第一分馏塔；
(3)第一分馏塔的塔底液相物流引入第二分馏塔，所述的第二分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为塔顶回流返回分馏塔，另一部分得到轻馏分，所述的第二分馏塔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，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脱异丁烷塔，由脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为脱异丁烷塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分得到异丁烷馏分；
(3)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，另一部分得到正丁烷馏分，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品。
本发明提供的烷基化反应装置和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包括烷基化反应单元和烷基化反应产物分离单元，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，将烷基化反应后的物流引入烷基化反应产物分离单元进行分离，通过气体压缩机将第一分馏塔塔顶气相增压，提高塔顶气相的温度和压力，使塔顶气相可以作为第一分馏塔中段再沸器的热源加以利用，塔顶气相液化时的相变热得到了充分利用，第一分馏塔塔底再沸器的热负荷大大降低，从而大幅度降低了第一分馏塔的能耗，而第一分馏塔的能耗占烷基化装置总能耗的比例较高，因此本发明提供的烷基化反应产物分离方法可以有效降低烷基化装置的总能耗，减少烷基化装置操作费用。
本发明提供的烷基化反应分离方法尤其适用于异丁烷与丁烯烷基化反应，能够将异丁烷与丁烯烷基化装置反应产物分离过程的能耗降低20％～60％。
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流程示意图。
图2为对比例中烷基化反应产物分离单元的流程示意图。
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-第一分馏塔中段再沸器；10-第一分馏塔塔顶回流罐；14-第一分馏塔塔底再沸器；15-第一分馏塔塔底出料；16-第二分馏塔；17-第二分馏塔塔顶气相；18-第二分馏塔塔顶冷凝器；20–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-烷基化产品出口；25-中段液相馏分出口；5、7、9、11、12、13、19、21-管线。
具体实施方式
以下具体说明本发明的具体实施方式，但本发明并不因此而受到任何限制。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2和第二分馏塔16，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经气体压缩机6、第一分馏塔中段再沸器8、塔顶回流罐10与第一分馏塔塔顶回流入口连通；第一分馏塔中段液相馏分出口25经所述的中段再沸器8在所述的中段液相馏分出口之上的位置返回第一分馏塔，所述的第一分馏塔设置塔底再沸器14和塔底物料出口；第一分馏塔塔底物料出口连通第二分馏塔16中部的原料入口，第二分馏塔16塔顶气相出口经塔顶冷凝器18、塔顶回流罐20连通第二分馏塔塔顶回流入口，并在第二分馏塔塔顶回流罐设置轻馏分出口，第二分馏塔塔底设置塔底再沸器23，并设置烷基化产品出口。
优选地，所述的第一分馏塔顶部回流罐设置第二轻馏分出口。
优选地，所述的第一分馏塔中段液相馏分出口设置于所述的第一分馏塔由上至下20％～98％的位置，更优选第一分馏塔中段液相馏分出口设置于所述的第一分馏塔由上至下40％～80％的位置。
优选地，所述的第一分馏塔设置上部扩径段，所述的上部扩径段与下部分馏塔的高度比为0.25～49:1，直径比为1～6:1。更优选所述的上部扩径段与下部分馏塔的高度比为0.66～4:1，直径比为2～4:1。
优选地，所述的第一分馏塔上部扩径段和下部分馏塔之间为锥形的变径段，所述的第一分馏塔中段液相馏分出口设置于所述的第一分馏塔的变径段。
优选地，所述的第一分馏塔为脱异丁烷塔，所述的第二分馏塔为脱正丁烷塔。
一种烷基化反应分离方法，采用上述烷基化反应装置，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中进行分馏分离，第一分馏塔塔顶气相物流经气体压缩机增压后，作为所述的第一分馏塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后引入塔顶回流罐，部分或全部作为塔顶回流返回第一分馏塔；
(3)第一分馏塔的塔底液相物流引入第二分馏塔，所述的第二分馏塔塔顶引出的气相物流经冷凝冷却后，一部分作为塔顶回流返回分馏塔，另一部分得到轻馏分，所述的第二分馏塔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，采用上述烷基化反应装置，其中所述的第一分馏塔为脱异丁烷塔，所述的第二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脱异丁烷塔，由脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为脱异丁烷塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分得到异丁烷馏分；
(3)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，另一部分得到正丁烷馏分，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品。
本发明提供的方法中，所述的脱异丁烷塔的塔顶温度为45～90℃、优选51～71℃，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125～156℃；所述的脱正丁烷塔的塔顶温度为45～100℃、优选50～83℃，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，所述的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为1.3～4.5:1、更优选1.8～3:1，出口绝对压力为1.0～3.2MPa、更优选1.3～2.2MPa。
优选地，所述的脱异丁烷塔塔底设置塔底再沸器，补充分离异丁烷所需的剩余热量。
更具体地，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，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。
(2)来自于烷基化反应单元的烷基化反应产物引入产物分离单元的脱异丁烷塔，由脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为脱异丁烷塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为脱异丁烷塔的回流返回塔顶，一部分作为循环异丁烷返回烷基化反应单元，剩余部分作为副产物异丁烷馏分外送，
(3)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外送，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品外送。
所述的来自于烷基化反应单元的烷基化反应产物主要由异丁烷、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。
所述的脱异丁烷塔采用的是与常规分离方法不同的分离方法。常规分离方法是将脱异丁烷塔顶的气相物流直接进行冷凝冷却，而烷基化反应需要采用较高的外部烷烯比，使得循环异丁烷的流量为烷基化原料流量的数倍，塔顶气相物流冷凝过程的相变热十分可观，但由于塔顶物流的温位较低，不能作为热源加以利用，分离过程所需的热量全部由脱异丁烷塔底再沸器提供，使得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的温度提高，可以作为脱异丁烷塔中段再沸器的热源，塔顶气相物流在中段再沸器内液化，塔顶物流的相变热得到了充分利用，提供了从烷基化反应产物中分离异丁烷馏分所需的大部分热量，少量分离所需的热量由脱异丁烷塔底再沸器提供，与常规分离方法相比，塔底再沸器的热负荷大大降低，而塔顶气相物流的气体压缩机所增加的电耗远小于塔底再沸器节约的能耗，因此，采用本发明的分离方法使从烷基化反应产物中分离异丁烷的能耗有效降低。
所述的气体压缩机是本发明方法中的重要设备，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，使塔顶气相经过压缩机增压后能够满足作为脱异丁烷塔中段再沸热源的要求。
由于烷基化反应产物中的正丁烷馏分含量较小，所述的脱正丁烷塔采用常规的分离方法将烷基化反应产物中的正丁烷与烷基化汽油进行分离，塔顶得到副产物正丁烷馏分，塔底得到烷基化汽油产品。
下面结合附图对本发明提供的烷基化反应装置及烷基化反应分离方法予以进一步的说明，图1中只标示出了主要设备及管线，但并不因此而限制本发明。
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流程示意图。如图1所示，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2和第二分馏塔16，第一分馏塔2中部设置烷基化反应产物1的入口；所述的第一分馏塔塔顶气相出口经气体压缩机入口缓冲罐4、气体压缩机6、第一分馏塔中段再沸器8、塔顶回流罐10与第一分馏塔塔顶回流入口11连通；第一分馏塔中段液相馏分出口经所述的中段再沸器8在所述的中段液相馏分出口之上的位置返回第一分馏塔2，所述的第一分馏塔2设置塔底再沸器14和塔底物料出口；第一分馏塔塔底物料出口连通第二分馏塔16中部的原料入口，第二分馏塔16塔顶气相出口经塔顶冷凝器18、塔顶回流罐20连通第二分馏塔塔顶回流入口，并在第二分馏塔塔顶回流罐设置轻馏分出口22，第二分馏塔塔底设置塔底再沸器23，并设置烷基化产品出口24。
下面以异丁烷与丁烯烷基化反应过程为例说明本发明提供的烷基化反应分离方法，在烷基化反应单元中，含有异丁烷与丁烯的烷基化反应原料与烷基化催化剂接触进行反应，反应后物料作为烷基化反应产物排出烷基化反应单元，如附图1所示，来自于烷基化反应单元的异丁烷与丁烯烷基化反应产物由烷基化产物入口1引入脱异丁烷塔2，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引入脱异丁烷塔中段再沸器8，与从脱异丁烷塔2中下部引出的温度较低的液相物流换热，塔顶气相物流在脱异丁烷塔中段再沸器8内液化，塔顶气相物流的相变热得到充分利用，液化后的塔顶气相物流经由管线9引入脱异丁烷塔塔顶回流罐10，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引入脱异丁烷塔2的顶部，一部分作为异丁烷馏分副产品经管线12外送，其余大部分作为循环异丁烷经由管线13返回烷基化反应单元。脱异丁烷塔2分离过程不足的热量由脱异丁烷塔塔底再沸器14提供。
脱异丁烷塔2底部的液相物流经由管线15引入脱正丁烷塔16，脱正丁烷塔16采用常规的分离方法，塔顶气相物流经由管线17引出后，经塔顶冷凝器18冷凝冷却后，再经管线19引入脱正丁烷塔塔顶回流罐20，脱正丁烷塔塔顶回流罐20内的液相一部分作为回流经管线21引入脱正丁烷塔16的顶部，另一部分作为正丁烷馏分副产品经管线22外送。脱正丁烷塔16分离所需的热量由脱正丁烷塔塔底再沸器23提供，塔底液相物流作为烷基化汽油产品由管线24外送。
下面的实施例对本发明提供的烷基化反应装置和烷基化反应分离方法予以进一步的说明。
实施例1
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由中国石油化工股份有限公司催化剂长岭分公司生产，为以Y型分子筛为活性组分的固体酸催化剂，催化剂牌号为AIB-2。外部烷烯比为25:1。烷基化反应原料取自中国石油化工股份有限公司北京燕山分公司，质量组成见表1。
烷基化反应产物分离单元采用附图1所示的烷基化反应产物分离装置，第一分馏塔为脱异丁烷塔，第二分馏塔为脱正丁烷塔。烷基化反应产物分离单元的装置结构参数见表2；烷基化反应条件和反应产物分离条件见表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
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，硫酸法烷基化技术采用的外部烷烯比为11:1，其中由脱异丁烷塔提供的外部烷烯比为8:1。烷基化反应原料同实施例1。
烷基化反应产物分离单元采用附图1所示的烷基化反应产物分离装置，第一分馏塔为脱异丁烷塔，第二分馏塔为脱正丁烷塔。烷基化反应产物分离单元的主要设备结构参数见表2；主要烷基化反应条件和反应产物分离条件见表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
异丁烷与丁烯烷基化反应单元同实施例1。
烷基化反应产物分离单元采用附图2所示的烷基化反应产物分离装置，第一分馏塔为脱异丁烷塔，第二分馏塔为脱正丁烷塔，与实施例1的不同在于脱异丁烷塔塔顶的气相物流经塔顶冷凝器26冷凝冷却后，进入回流罐，分离过程所需的热量全部由塔底再沸器提供。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2
异丁烷与丁烯烷基化反应单元同实施例2。
烷基化反应产物分离单元采用附图2所示的烷基化反应产物分离装置，第一分馏塔为脱异丁烷塔，第二分馏塔为脱正丁烷塔，与实施例2的不同在于脱异丁烷塔塔顶的气相物流经塔顶冷凝器26冷凝冷却后，进入回流罐，分离过程所需的热量全部由塔底再沸器提供。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的能耗合计远小于对比例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52％，说明采用本发明所述的方法可大幅度减少外部烷烯比为25:1条件下烷基化装置的能耗水平。
由表6可知：实施例2的能耗合计明显小于对比例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27％，说明采用本发明所述的方法可较大幅度减少外部烷烯比为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 | 2999.9 | 1764.1 | 610.0 | 534.2 |
| 蒸汽用量折算能耗，MJ/t烷油 | 1631.8 | 1669.5 | 8327.9 | 4005.5 |
| 循环水用量折算能耗，MJ/t烷油 | 175.6 | 293.5 | 1027.5 | 570.5 |
| 能耗合计，MJ/t烷油 | 4807.3 | 3727.1 | 9965.4 | 5110.2 |
Claims (9)
1.一种异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，采用烷基化反应分离装置，其特征在于，包括以下步骤：
（1）含有异丁烷和丁烯的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）将异丁烷与丁烯烷基化反应产物引入脱异丁烷塔，由脱异丁烷塔顶引出的气相物流经气体压缩机增压后，作为脱异丁烷塔的中段再沸器的热源，经换热并冷凝后的塔顶物流一部分作为脱异丁烷塔的回流返回塔顶，另一部分得到异丁烷馏分；
（3）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，另一部分得到正丁烷馏分，脱正丁烷塔的塔底液相物流作为烷基化汽油产品；
所述的烷基化反应分离装置，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脱异丁烷塔（2）和脱正丁烷塔（16），脱异丁烷塔设置烷基化反应产物入口；所述的脱异丁烷塔塔顶气相出口经气体压缩机（6）、中段再沸器（8）、塔顶回流罐（10）与脱异丁烷塔塔顶回流入口连通；中段液相馏分出口（25）经所述的中段再沸器（8）在所述的中段液相馏分出口之上的位置返回脱异丁烷塔，所述的脱异丁烷塔设置塔底再沸器（14）和塔底物料出口；脱异丁烷塔塔底物料出口连通脱正丁烷塔（16）的原料入口，脱正丁烷塔（16）塔顶气相出口经塔顶冷凝器（18）、塔顶回流罐（20）连通脱正丁烷塔塔顶回流入口，并在脱正丁烷塔塔顶回流罐设置轻馏分出口，脱正丁烷塔塔底设置塔底再沸器（23），并设置烷基化产品出口；所述的中段液相馏分出口设置于所述的脱异丁烷塔由上至下40%~80%的位置；
所述的脱异丁烷塔设置上部扩径段，所述的上部扩径段与下部分馏塔的高度比为0.25~49:1，直径比为1~6:1；
所述的脱异丁烷塔的塔顶温度为51~71℃，塔顶绝对压力为0.7~1.1MPa，塔底温度为125~156℃；所述的脱正丁烷塔的塔顶温度为50~83℃，塔顶绝对压力为0.5~1.1MPa，塔底温度为153~199℃；
所述的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。
2.按照权利要求1所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的脱异丁烷塔顶部回流罐设置第二轻馏分出口。
3.按照权利要求1所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的上部扩径段与下部分馏塔的高度比为0.66~4:1，直径比为2~4:1。
4.按照权利要求1、2或3所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的脱异丁烷塔上部扩径段和下部分馏塔之间为锥形的变径段，所述的脱异丁烷中段液相馏分出口设置于所述的脱异丁烷塔的变径段。
5.按照权利要求1、2或3所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，所述的脱异丁烷塔塔顶回流罐中的液相物流一部分作为塔顶回流返回脱异丁烷塔，另一部分作为分离出的轻馏分引出。
6.按照权利要求1、2或3所述的异丁烷与丁烯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。
7.按照权利要求6所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，采用硫酸作为催化剂的烷基化反应条件为：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。
8.按照权利要求6所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，采用离子液体作为催化剂的烷基化反应条件为：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。
9.按照权利要求6所述的异丁烷与丁烯烷基化反应分离方法，其特征在于，采用固体酸作为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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