CN112430175A - 由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明实施例公开了一种由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置，属于石油化工领域，该方法包括在叠合反应器中对混合碳四中的异丁烯进行叠合反应，并将获得的叠合反应产物经异辛烯分离塔进行分离后获得异辛烯油，在加氢反应器中对异辛烯油加氢反应，经分离罐分离获得混合烷烃，采用异辛烷分离塔对混合烷烃进行分离获得异辛烷和重烷烃油，异辛烷可作为循环异辛烷、冷异辛烷油和异辛烷产品，重烷烃油可作为循环重烷烃油、冷重烷烃油和重烷烃油产品。本发明实施例所提供的方法和装置将叠合和加氢有效地结合，可减少副产物的生成量，生产高质量的异辛烷油，作为优质清洁汽油调和组分，并且具有所用设备和操作费用低、工艺流程简单、操作灵活等特点。

Description

由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置

技术领域

本发明属于石油化工领域，特别涉及由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置。

背景技术

C₄资源主要来源于炼厂催化裂化装置、石油脑裂解装置和天然气凝液脱氢得到的C₄馏分，主要用于生产烷基化油、甲基叔丁基醚(MTBE)等车用油品调和组分。异辛烷是测验汽油抗爆性能的标准物质，将其调入汽油中可以降低汽油中烯烃、芳烃、硫等有害成分的含量，同时提高汽油的辛烷值，因此，以异辛烷替代MTBE作为新的汽油调和组分，对现有的MTBE装置进行改造来生产异辛烷，能够解决国内因MTBE装置停产造成的汽油生产能力下降、MTBE装置闲置造成资源浪费、汽油池辛烷值下降等问题，同时开发一条环保、安全的C₄利用途径。

相关技术公开了一种采用间接烷基化技术生产异辛烷的装置及方法，装置包括依次连接的固定床反应器I、催化蒸馏塔、萃取塔、回收塔。方法包括：混合碳四、阻聚剂在固定床反应器I中进行反应，产物一部分进行催化蒸馏塔、另一部分通过换热器移除反应热后返回；经催化蒸馏后，塔顶产物进入固定床反应器II反应后回流，塔底产物进入萃取塔，经萃取后，塔顶的二聚物进入脱硫塔，塔底的产物进入回收塔；经回收后，萃取剂返回萃取塔、阻聚剂返回固定床反应器I，二聚物和氢气在脱硫塔内加氢脱硫，得到异辛烷，可作为汽油调和组分。

在实现本发明的过程中，发明人发现现有技术至少存在以下技术问题：

固定床反应器I设置循环取热装置，循环的反应产物经外部冷却器冷却后返回固定床反应器I入口，造成二聚物的返混，使二聚物在反应器中浓度增加，不但降低了异丁烯发生二聚反应的推动力，而且还相应地增加了二聚物与异丁烯反应生成三聚物、三聚物再与异丁烯反应生成四聚物的量，使异辛烷产品质量降低；并且相关技术阻聚剂回收流程复杂。

发明内容

本发明实施例提供一种由混合碳四生产异辛烷油的方法及装置，以解决由混合碳四生产异辛烷时副反应产物多、产品质量低、生产流程复杂等问题，技术方案如下：

一方面，提供一种由混合碳四生产异辛烷油的方法，该方法包括以下步骤：

使混合碳四、循环异辛烷和脱氧水混合，进行叠合反应，获得叠合反应产物；

对叠合反应产物进行分离，获得包括C₈烯烃的异辛烯油；

异辛烯油、外界来的新氢、循环氢和循环重烷烃油混合后，进行加氢反应，获得加氢反应产物；

对加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃和包括氢气的气相物料，所述氢气经压缩后作为所述循环氢；

对混合烷烃进行分离，获得异辛烷和重烷烃油，异辛烷的一部分作为循环异辛烷，异辛烷的另一部分经冷却后分别作为异辛烷产品和冷异辛烷油，所述异辛烷产品为由混合碳四生产的异辛烷油，重烷烃油一部分作为循环重烷烃油，重烷烃油另一部分经冷却后分别作为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

可选地，包括混合碳四的物料包括混合碳四、循环异辛烷和脱氧水，叠合反应在叠合反应器中进行；

可选地，循环异辛烷在叠合反应器的质量流量为混合碳四质量流量的50％～200％，

可选地，脱氧水在叠合反应器的质量流量为混合碳四质量流量的0.03％～0.10％。

可选地，叠合反应器包括：位于叠合反应器顶部的第一进料口，所述第一进料口用于使混合碳四、循环异辛烷和脱氧水进料；

第一进料口的入口温度为45～75℃、入口压力为0.6～1.5MPa；

叠合反应器中的液时体积空速为0.5～3.0h^-1。

可选地，当叠合反应的反应热造成叠合反应器的温升≤20℃时，叠合反应器中设置一段催化剂床层；

当叠合反应的反应热造成所述叠合反应器温升>20℃时，叠合反应器中设置多段催化剂床层，并通过位于叠合反应器中部的第二进料口向相邻两段催化剂床层之间注入冷异辛烷油。

可选地，对叠合反应产物分离在异辛烯分离塔中进行，异辛烯分离塔的塔顶操作压力为0.1～0.8MPa，塔顶操作温度为55～75℃，塔底操作温度为150～200℃。

可选地，加氢反应于加氢反应器中进行，加氢反应器的顶部设有第三进料口，

异辛烯油、循环氢、外界来的新氢和循环重烷烃油经加热后由第三进料口进入所述加氢反应器，

第三进料口的入口温度为200～300℃、入口压力为1.5～4.0MPa，加氢反应器的液时体积空速为0.5～5.0h^-1，

循环重烷烃油在加氢反应器的质量流量为混合碳四质量流量的25％～150％。

可选地，在分离罐中对加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃和包括氢气的气相物料，氢气经循环氢压缩机压缩后进入所述加氢反应器中，混合烷烃包括C₈烷烃、C₁₂烷烃、C₁₆烷烃，

在异辛烷分离塔中对混合烷烃进行分离，获得异辛烷和重烷烃油，

异辛烷在异辛烷分离塔的侧线抽出，并经异辛烷泵升压后分为两部分，一部分作为循环异辛烷循环至所述叠合反应器中，另一部分经异辛烷冷却器冷却后再分为异辛烷产品和冷异辛烷油，

重烷烃油由所述异辛烷分离塔的塔底分出，经重烷烃油泵升压后分为两部分，一部分作为循环重烷烃油循环至加氢反应器中，另一部分经重烷烃油冷却器冷却后再分为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

可选地，所述异辛烷分离塔的塔顶操作压力为0.1～0.3MPa，塔顶操作温度60～90℃，塔底操作温度180～260℃，回流量与进料量质量比0.5～2.0。

另一方面，提供一种由混合碳四生产异辛烷油的装置，该装置包括依次连接的叠合反应器、异辛烯分离塔、加氢反应器、分离罐和异辛烷分离塔；

叠合反应器包括进料口I和位于所述叠合反应器底部的出料口I，进料口I包括位于叠合反应器顶部的第一进料口，第一进料口用于输入包括混合碳四的物料；

异辛烯分离塔包括出料口II和位于异辛烯分离塔中部的进料口II，出料口II包括位于异辛烯分离塔塔顶的第一出料口和塔底的第二出料口，出料口I与进料口II连接；

加氢反应器包括进料口III和位于加氢反应器底部的出料口III，进料口III包括位于加氢反应器顶部的第三进料口，第二出料口与第三进料口连接；

分离罐包括位于分离罐顶部的进料口IV和出料口IV，出料口III与进料口IV连接，出料口IV包括位于分离罐顶部的第三出料口和位于分离罐底部的第四出料口，第三出料口的一个支路与第三进料口连接，第三出料口的另一个支路通外界；

异辛烷分离塔包括位于异辛烷分离塔中部的进料口V和出料口V，出料口V包括塔顶的第六出料口、塔底的第七出料口和侧线的第八出料口，第七出料口与重烷烃油泵连接后分为第一支路和第二支路，第一支路与第三进料口连接，第二支路经过重烷烃冷却器后再分为两路，一路与第四进料口连接，另一路输出重烷烃油产品；

第八出料口与异辛烷泵连接后分为第三支路和第四，第三支路与第一进料口连接，第四支路经过异辛烷冷却器后再分为两路，一路与第二进料口连接，另一路输出异辛烷产品。

可选地，所述叠合反应器为绝热固定床反应器、膨胀床反应器或者列管式反应器；

加氢反应器为绝热式鼓泡床反应器或者滴流床反应器。

本发明实施例提供的技术方案带来的有益效果至少包括：

(1)本发明实施例将异辛烷、重烷烃油分别作为叠合反应、加氢反应的急冷油和烯烃浓度的稀释剂，可以稀释异丁烯的浓度，降低叠合反应器的温升，避免生成过多的三聚物、四聚物及二甲基己烯等副反应产物，同时可使得进行加氢反应的烯烃含量大幅度降低，有利于在缓和条件下进行加氢饱和反应，降低操作压力，有利于降低设备和操作费用；

(2)本发明实施例在叠合反应中加入脱氧水，可以使得脱氧水与异丁烯反应生成叔丁醇，叔丁醇可作为叠合反应的阻聚剂减少三聚物、四聚物等副反应产物的生成量，有利于提高产品质量；

(3)本发明实施例所提供的由混合碳四生产异辛烷油的方法工艺流程简单、将叠合反应和加氢反应相结合，可获得优质的清洁汽油调和组分，减少副反应产物的生成量，所得产品质量更好，省去了常规流程中复杂的阻聚剂回收系统；

(4)本发明实施例所提供的由混合碳四生成异辛烷油的装置结构简单，省去了常规流程中的萃取塔、回收塔等设备，简化了装置，设备和操作费用低，操作灵活。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1是本发明实施例提供的一种由混合碳四生产异辛烷油的装置的示意图。

附图标记分别表示：

1-叠合反应器；

101-第一进料口；

102-第二进料口；

103-出料口I；

2-异辛烯分离塔；

201-进料口II；

202-第一出料口；

203-第二出料口；

3-异辛烯升压泵；

4-加氢进料加热器；

5-加氢反应器；

501-第三进料口；

502-第四进料口；

503-出料口III；

6-加氢产物冷凝器；

7-分离罐；

701-进料口IV；

702-第三出料口；

703-第四出料口；

704-第五出料口；

8-循环氢压缩机；

9-异辛烷分离塔；

901-进料口V；

902-第六出料口；

903-第七出料口；

904-第八出料口；

905-第一支路；

906-第二支路；

907-第三支路；

908-第四支路；

10-异辛烷泵；

11-异辛烷冷却器；

12-重烷烃油泵；

13-重烷烃油冷却器。

具体实施方式

为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施方式作进一步地详细描述。

本发明实施例中，混合碳四来源于炼厂催化裂化、石油脑裂解制烯烃、甲醇制烯烃等装置副产的混合碳四，混合碳四包括异丁烯、1-丁烯，2-丁烯等烯烃组分。

相关技术公开的一种间接烷基化技术生产异辛烷的装置和方法，将混合碳四、阻聚剂在反应器I中进行反应，产物一部分进入催化蒸馏塔、另一部分通过换热器移除反应热后返回；经催化蒸馏后，塔顶产物进入固定床反应器II反应后回流，塔底产物进入萃取塔；经萃取后，塔顶的二聚物进入脱硫塔，塔底的产物进入回收塔；经回收后，萃取剂返回萃取塔、阻聚剂返回反应器I；二聚物和氢气在脱硫塔内加氢脱硫，得到异辛烷，可作为汽油调和组分。该方法还存在以下问题：1)由于采用萃取水对叠合反应产生的阻聚剂和二聚物的混合物进行萃取，因此在回收塔的塔顶所得到的是阻聚剂与水形成共沸物，该共沸物中水的质量分数为12.6％以上，这部分共沸物返回叠合单元时会使碳四原料中的异丁烯与水发生反应，从而生成大量的叔丁醇，导致最终获得的叠合反应产物产品的质量和收率下降；2)作为萃取剂的萃取水需要定期排放，由于萃取水中含有大量叔丁醇，这部分含醇废水较难处理；3)阻聚剂回收流程复杂、设备较多、公用工程消耗大；4)当叠合反应产物中C₁₆烯烃过高，造成加氢产品的终馏点温度超出车用汽油标准(GB 17930-2016)所要求的终馏点温度(≤205℃)时，加氢产品不能调合至全厂汽油池；5)所提供的加氢方法是将叠合单元产生二聚物送至脱硫塔进行加氢脱硫，但该方法较模糊，未提到加氢催化剂装填位置、加氢催化剂类型、催化剂的装填量及如何控制反应温升，也未提到塔顶和塔底的操作温度和操作压力，同时未提及异辛烷产品终馏点(干点)如超标时如何进行处理等。

相关技术中公开了一种利用混合C₄生产二异丁烯的方法，其技术方案主要是：混合C₄中的异丁烯、正丁烯等烯烃在装有催化剂的固定床反应器中和催化蒸馏塔中发生聚合反应，聚合过程中有聚合反应抑制剂存在，聚合产品组成中主要是二异丁烯以及异丁烯与正丁烯的共聚物等。聚合后剩余C₄在催化蒸馏塔塔顶逸出，部分循环回固定床聚合反应器以稀释进料中异丁烯浓度并取走反应热，当异丁烯的浓度不超过20％时，可以不设剩余C₄循环进料。该专利存在以下缺陷：1)尽管采用分离后的剩余C₄循环取走反应器内反应热，克服了利用聚合产品循环的缺陷(三聚物、四聚物含量高)，但由于循环的剩余C₄中含有大量1-丁烯，这会造成异丁烯与1-丁烯叠合生成2,5-二甲基己烯、5,5-二甲基己烯副反应产物增多，这些副反应产物辛烷值较低，在很大程度上降低了叠合反应产物的质量；2)该专利将催化蒸馏塔塔釜聚合产品送水洗塔洗去除水溶性聚合抑制剂，水洗塔塔釜水溶液送回收塔回收聚合抑制剂，同样存在很多缺陷；3)未提供聚合产品的加氢方法，当这部分聚合产品添加至全厂汽油池中会引起汽油烯烃含量超标时，就不能作为汽油调合组分调合至全厂汽油池中。

因此，需要一种由混合碳四生产异辛烷油的方法和装置，以克服相关技术存在的缺陷，降低副反应产物、提高异辛烷产品的质量，并简化工艺流程，降低能耗等。

本发明实施例一方面提供一种由混合碳四生产异辛烷油的方法，该方法包括以下步骤：

步骤1、使混合碳四、循环异辛烷和脱氧水混合，进行叠合反应，获得叠合反应产物；

步骤2、对所述叠合反应产物进行分离，获得包括C₈烯烃的异辛烯油；

步骤3、所述异辛烯油、外界来的新氢、循环氢和循环重烷烃油混合后，进行加氢反应，获得加氢反应产物；

步骤4、对所述加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃和包括氢气的气相物料，氢气经压缩后作为循环氢；

步骤5、对所述混合烷烃进行分离，获得异辛烷和重烷烃油，所述异辛烷的一部分作为所述循环异辛烷，所述异辛烷的另一部分经冷却后分别作为异辛烷产品和冷异辛烷油，异辛烷产品为由混合碳四生产的异辛烷油，重烷烃油的一部分作为所述循环重烷烃油，所述重烷烃油另一部分经冷却后分别作为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

本发明实施例中，由混合碳四中的异丁烯选择性叠合生成异辛烯，再由异辛烯加氢饱和生成异辛烷油的技术具有工艺过程简单、叠合反应部分和加氢反应部分高度耦合、产品质量好、过程环境友好的优点，获得的异辛烷油具有饱和蒸气压低、辛烷值高、无苯、无芳烃、无烯烃、无硫或低硫等特点，是理想的清洁汽油调和组分。

步骤1中，混合碳四包括质量含量为10～50％的异丁烯。

根据本发明实施例，步骤1中，混合碳四、循环异辛烷、脱氧水混合后在叠合反应器1中进行叠合反应，得到叠合反应产物。

叠合反应器1包括：位于叠合反应器1顶部的第一进料口101，第一进料口101用于使混合碳四、循环异辛烷和脱氧水进料。

根据本发明实施例，步骤1中，循环异辛烷由异辛烷泵10提供，即由异辛烷分离塔9的第八出料口(侧线)904抽出后经异辛烷泵10升压后获得，循环异辛烷的温度为90～110℃。

步骤1中，混合碳四的温度为25～45℃，脱氧水的温度为100～160℃，混合碳四、循环异辛烷和少量的脱氧水在混合过程中，温度较高的循环异辛烷对温度较低的混合碳四进行加热，三股物料混合后的温度在45～75℃之间，可直接作为叠合反应器1的进料，从而不需要设置对进料进行预热的进料预热器，简化了的流程，降低了投资。

叠合反应器1中包括催化剂床层，催化剂床层装填大孔阳离子交换树脂催化剂，

混合碳四、循环异辛烷和脱氧水混合后进入叠合反应器1中，在叠合反应器1中催化剂的作用下，混合碳四中的异丁烯发生叠合反应，生成异辛烯、三聚物、四聚物等。

当混合碳四进行叠合反应时，由于异丁烯形成叔正碳离子易于直链C₄烯烃形成仲正碳离子，因而异丁烯间叠合反应的活性大于异丁烯与1-丁烯、2-丁烯叠合反应的活性。因此，叠合反应主要是异丁烯(IB)二聚生成异辛烯即二异丁烯(DIB)的反应：

IB+IB→DIB (1)

副反应包括IB与DIB反应生成三聚物(C₁₂烯烃，即TIB)及IB再与TIB反应生成四聚物(C₁₆烯烃，即TEB)：

IB+DIB→TIB (2)

IB+TIB→TEB (3)

C₄烯烃二聚物加氢后的C₈异构烷烃的沸点在99～118℃之间，正好处于汽油的馏程中间，而三聚物的沸点一般在170～180℃，已处于汽油馏程末端，其加入量必须严格控制，否则会影响汽油的干点，一般其加入量不超过10％，四聚物的沸点为230～250℃，已经完全超出了汽油馏程。因此，异丁烯选择性叠合技术的关键在于降低三聚物、四聚物等副反应产物的产生。

异丁烯还和水发生水合反应生成叔丁醇(TBA)，该反应为可逆反应，其反应式如下：

TBA对IB的转化率及DIB的选择性所产生的影响非常显著，TBA覆盖于催化剂活性中心，与磺酸基团进行以下反应：

由于SO₃ ^-MeOH₂ ⁺的酸性比H⁺弱，从而降低了树脂催化剂的活性及聚合反应速率，可有效地降低三聚物、四聚物等副反应产物的产生，有利于提高产品质量。

用TBA做阻聚剂的主要优点有：①由于空间位阻的原因使其不能与异丁烯进行醚化反应，从而使最终反应产物中不含醚类含氧化合物，满足GB 22030《车用乙醇汽油调合组分油》等标准规定的除乙醇外其它有机含氧化合物含量(质量分数)不大于0.5％且不得人为加入的指标要求，可用作车用乙醇汽油调合组分油；②抑制剂用量少，TBA与混合C₄原料中异丁烯的摩尔比为0.01～0.08:1时即可满足转化率和选择性的要求；③异丁烯和水合反应生成TBA的反应是可逆反应，当因产品出装置携带出TBA等原因造成系统中TBA损失时，可通过补水的方式来维持整个反应系统循环的TBA含量不变。

此外，副反应还包括异丁烯与1-丁烯叠合生成2,5-二甲基己烯、5,5-二甲基己烯，异丁烯与2-丁烯叠合生成2,3,3-三甲基戊烯、2,3,4-三甲基戊烯、3,4,4-三甲基戊烯等。其中异丁烯与1-丁烯叠合产物经加氢后为二甲基己烷，其MON(马达法辛烷值)低于80，在很大程度上降低了叠合反应产物的质量，因此异丁烯选择性叠合技术的关键还在于降低二甲基己烯等副反应产物生成。

本发明实施例中，步骤1中将循环异辛烷加入到叠合反应器1中，主要包括以下目的：1)由于异丁烯叠合反应为放热反反应热ΔH约为-19.8kcal/mol烯烃，将循环异辛烷的循环至混合C₄原料中，有利于稀释叠合反应器进料中异丁烯浓度，缓和反应强度，降低反应器温升；2)异辛烷没有反应活性较强的双键，性质稳定，不与异丁烯等发生反应生成副反应产物，避免了循环的异辛烯等反应产物经外部冷却器冷却后取走反应热再返回反应器时所造成的三聚物、四聚物等副反应产物增多问题，也避免了采用分离后的剩余C₄返回反应器入口取走反应热时所造成的2,5-二甲基己烯、5,5-二甲基己烯等副反应产物增多问题，使反应生成的产品质量明显提升；3)由于惰性组分异辛烷的加入，使后续部分的加氢反应器进料中的烯烃含量大幅度降低。由于烯烃饱和反应为强放热反应，其反应热ΔH约为-30kcal/mol烯烃，加氢反应器进料中的烯烃含量降低，意味着反应热导致的加氢反应器温升降低，有利于在缓和的条件下进行加氢饱和反应；4)异丁烯叠合反应是一种在液相状态下进行的反应，由于C₄原料的饱和蒸汽压较高，为保持C₄原料在异丁烯叠合反应器中为液体，常规异丁烯叠合反应器在一定的反应温度下需要较高的操作压力；当混合C₄原料中加入饱和蒸汽压较低、沸点较高的异辛烷时，在相同的操作温度下可降低叠合反应器的操作压力，有利于降低设备和操作费用。

脱氧水在叠合反应器1内与异丁烯反应生成叔丁醇，叔丁醇用作叠合反应的阻聚剂，覆盖于催化剂活性中心，使三聚物、四聚物等副反应产物的生成量减少，有利于提高产品质量。

在一种可选的实施方式中，循环异辛烷在叠合反应器1的质量流量为混合碳四质量流量的50～200％，脱氧水在叠合反应器1的质量流量占混合碳四质量流量的0.03％～0.10％。

根据本发明实施例，当叠合反应器1中叠合反应热造成叠合反应器1的温升≤20℃时，叠合反应器中设置一段催化剂床层；当叠合反应的反应热造成叠合反应器1的温升＞20℃时，叠合反应器中设置多段催化剂床层，例如设为2段或3段，并通过位于叠合反应器1中部的第二进料口102向相邻两段催化剂床层之间注入异辛烷冷却器11提供的冷异辛烷油，以吸收反应热控制反应温度。

向第二进料口102注入的冷异辛烷油的量，可根据反应热的大小及允许升温等因素通过叠合反应器的热平衡确定，可选地，冷异辛烷油在注入流量与混合碳四的质量流量之比为(0～1)：1。

在一种可选的实施方式中，叠合反应器1的第一进料口101的入口温度为45～75℃，入口压力为0.6～1.5MPa，叠合反应器1的液时体积空速为0.5～3.0h^-1，床层温升为5～30℃。

根据本发明实施例，混合碳四、循环异辛烷油、脱氧水混合后进入叠合反应器1中，在催化剂作用下发生叠合反应，获得叠合反应产物，叠合反应产物由异丁烯叠合得到，叠合反应产物以异辛烯为主要组分，包括C₈烯烃、C₁₂烯烃和C₁₆烯烃，可选地，叠合反应产物中，C₈烯烃的质量百分比为85.0～93.0％，C₁₂烯烃的质量百分比为7.5～15.0％，C₁₆烯烃的质量百分比为0.1～2.0％。C₈烯烃、C₁₂烯烃和C₁₆烯烃的常压沸点分别为99～102℃，175～185℃，230～250℃。

步骤2中，在异辛烯分离塔2中对叠合反应产物进行分离，叠合反应产物以及异辛烷等惰性组分由叠合反应器1的出料口I 103流出后通过进料口II 201进入异辛烯分离塔2，在异辛烯分离塔2的第一出料口202即塔顶出料口得到轻组分即剩余碳四，剩余碳四输出装置；在异辛烯分离塔2的第二出料口203即塔底出料口得到异辛烯油，异辛烯油包括C₈烯烃及惰性组分异辛烷，另外还含有少量的C₁₂、C₁₆烯烃和叔丁醇等，异辛烯油将进入加氢反应器3进一步处理。

异辛烯分离塔2包括精馏段和提馏段，当需要很高的异丁烯转化率如≥99.0％时可由精馏段、反应段以及提馏段组成。

异辛烯分离塔2的塔顶操作压力为0.1～0.8MPa，塔顶操作温度为55～75℃，塔底操作温度为150～200℃，回流比为0.5～10；

当设反应段时，反应段床层数为2～8层，反应段液时空速为1.5～3.0h^-1，床层反应温度为65～95℃。

步骤3中，由异辛烯分离塔2的第二出料口203即塔底出料口流出的异辛烯油经异辛烯升压泵3升压后，与来自循环氢压缩机8的循环氢和来自外界的新氢以及来自重烷烃油泵12的循环重烷烃油混合，获得混合物料，经加氢进料加热器4加热后进入加氢反应器5。

加氢反应器5的顶部设有第三进料口501，异辛烯油、外界来的新氢、循环氢和循环重烷烃油经加氢进料加热器4加热后由第三进料口501进入加氢反应器5。

加氢进料加热器4的加热温度为200～300℃，即加氢进料加热器4将混合物料加热至200～300℃后进入加氢反应器5，进行加氢反应。

本发明实施例中，步骤3中，外界来的新氢用于补充异辛烯油加氢过程中的氢气消耗，氢气主要消耗于以下四个方面：①化学耗氢量；②设备漏损量；③溶解损失量；④弛放损失量。根据化学反应式，异辛烯油中每1摩尔的烯烃就需要消耗1摩尔的氢气，因此，绝大部分新氢消耗在异辛烯油中的烯烃饱和及脱除杂质方面。

在一种可选的实施方式中，外界来的新氢可以是氢气体积分数大于99.9％的高纯氢，如变压吸附提纯氢气，或者是氢气体积分数较低的工业用氢，如重整氢等。

新氢进料量为异辛烯油加氢饱和所需化学耗氢量的1.2～2.0倍。

本发明实施例中，步骤3中，循环氢可作为热载体带走反应热，还可以提高氢分压，加快反应速度，还具有对未反应的氢气回收再利用的作用。

步骤3中，向加氢反应器5中通入循环重烷烃油的目的：(1)由于来自异辛烷分离塔2塔底的重烷烃油含有一定量的C₁₆烷烃，这部分C₁₆烷烃的沸点为230～250℃，已经完全超出了汽油馏程，将这股物料送至加氢反应器5中，由于其碳链较长，易在加氢反应器5发生裂解反应生成C₄、C₈烷烃，使加氢后的异辛烷油质量得到提高；2)由于惰性组分重烷烃油的加入，使加氢反应器进料中的烯烃含量进一步降低，有利于加氢饱和反应在缓和的条件下平稳操作。

根据本发明实施例，循环重烷烃油在加氢反应器5的质量流量为混合碳四质量流量的25％～150％。

加氢反应器5包括催化剂床层，催化剂床层可设一段或多段，可选地，催化剂床层设为1段、2段或3段，当反应热造成的加氢反应器温升≤30℃时，加氢反应器内设置一段催化剂床层；当反应热造成的加氢反应器温升>30℃时，加氢反应器内设置多段催化剂床层，例如可设2段或3段催化剂床层，并通过位于加氢反应器5中部的第四进料口502向相邻两段催化剂床层之间注入来自重烷烃油冷却器13的冷重烷烃油，以吸收反应热并控制反应温度。

向相邻两段催化剂床层之间注入的冷重烷烃油的量，可根据反应热的大小及允许温升等因素通过反应器热平衡确定，可选地，注入的冷重烷烃油的质量流量与混合C₄原料质量流量之比控制在(0～0.5):1可满足要求。

催化剂床层包括加氢催化剂，加氢催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，其中，载体为氧化铝、氧化硅、尖晶石、硅藻土分子筛中的一种或多种；活性金属组分为VIB族金属和VIII族金属中的一种或多种，其中，VIB族金属选自铬、钼、钨中的一种或多种，VIII族金属为钴、镍中的一种或两种；可选地，活性金属组分为双金属催化剂，进一步地，活性金属组分选自镍-钼、镍-钴、钴-钼等的组合中的一种或几种。

步骤3中，异辛烯油、循环氢、新氢和循环重烷烃油混合后进入加氢反应器5中，在加氢催化剂的作用下进行加氢反应，获得加氢反应产物，加氢反应产物以异辛烷为主要组分。

加氢反应包括：C₈烯烃、C₁₂烯烃、C₁₆烯烃加氢饱和为C₈烷烃、C₁₂烷烃、C₁₆烷烃的反应；叔丁醇加氢裂解为水和异丁烯、异丁烯再加氢饱和为异丁烷的反应；C₈烷烃、C₁₂烷烃、C₁₆烷烃的裂解反应。

在缓和的加氢条件下，C₈烷烃基本不发生裂解反应，C₁₂烷烃裂解为C₄、C₈烷烃的裂解率低于2％(质量)，C₁₆烷烃裂解为C₄、C₈烷烃的裂解率为20％-60％(质量)。由于C₁₆烷烃占异辛烷油量一般小于2％(质量)，其裂解反应不会对加氢反应造成不利影响，反而有利于加氢后异辛烷油质量的提高；叔丁醇仅占异辛烷油量的0.03％～0.10％(质量)，其裂解对加氢反应造成的影响很小，基本上可忽略不计。

根据本发明实施例，加氢反应器5的第三进料口501的入口温度为200～300℃，入口压力为1.5～4.0MPa，加氢反应器5的液时体积空速为0.5～5.0h^-1，氢油比(循环氢和新氢的体积之和与异辛烯油和循环重烷烃油体积之和的比值)为250～600Nm³/m³，床层温升为15～30℃。

步骤4中，在分离罐7中对加氢反应产物进行分离，加氢反应产物自加氢反应器5的出料口III503流出后被加氢产物冷凝器6冷凝，冷却至35～45℃后经分离罐7的进料口IV701进入分离罐7。

分离罐7为气、液、水三相分离器，分离罐的第三出料口(罐顶出口)702分出包括氢气的气相物料，其中，气相物料的97.0～99.7％(体积分数)为氢气，该氢气由第三出料口702的一个支路分出经循环氢压缩机升压后作为循环氢进入加氢反应器5中，与需要加氢饱和的异辛烯油进行混合，为防止循环氢中惰性气体积聚，占气相物料总量的0.3～3.0％(体积分数)的其余部分气体在进入循环氢压缩机前作为弛放气(废氢)由第三出料口702的另一个支路排放至外界，弛放气可以进入变压吸附装置回收氢气或用作燃料气；

分离罐7的第四出料口(罐底出口)703分出的混合烷烃主要组分为C₈烷烃、C₁₂烷烃、C₁₆烷烃，另外还有少量的氢气、C₄烷烃等组分，这部分物料作为异辛烷分离塔9的进料；分离罐7的位于分水斗底部的第五出料口(罐底部)704排放的是污水，可以排至全厂污水管网统一处理。

步骤5中，对混合烷烃进行分离在异辛烷分离塔9中进行，异辛烷在异辛烷分离塔9的侧线抽出，并经异辛烷泵10升压后分为两部分，一部分作为循环异辛烷循环至叠合反应器1中，另一部分经异辛烷冷却器11冷却后再分为异辛烷产品和冷异辛烷油；

重烷烃油由异辛烷分离塔9的塔底分出，经重烷烃油泵12升压后分为两部分，一部分作为循环重烷烃油循环至加氢反应器5中，另一部分经重烷烃油冷却器13冷却后再分为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

根据本发明实施例，步骤5中，来自分离罐7第四出料口703的混合烷烃由进料口V进入异辛烷分离塔9，在异辛烷分离塔9的第六出料口(塔顶出口)902得到不凝气，不凝气的主要组分为氢气、C₄烷烃，不凝气可以用作燃料气或进入变压吸附装置回收氢气。

异辛烷由第八出料口904(异辛烷分离塔侧线)抽出，以降低所溶解的氢气、小分子烃类等杂质含量，保证异辛烷产品的闪点合格，然后经异辛烷泵10升压后分为第三支路907和第四支路908，第三支路907作为循环异辛烷循环至叠合反应器1的第一进料口101，第四支路908经异辛烷冷却器11冷却后再分为两路，一路作为冷异辛烷油注入叠合反应器1的第二进料口102，即叠合反应器1的相邻两段催化剂床层之间，另一路输出异辛烷产品，该异辛烷产品即为本发明实施例的异辛烷油，即为由混合碳四生产的异辛烷油。

异辛烷分离塔9的第七出料口(塔底出口)903得到重烷烃油，重烷烃油为包括C₁₂烷烃、C₁₆烷烃的混合物，经重烷烃油泵12升压后分为第一支路905和第二支路906，第一支路905作为循环重烷烃油循环至加氢反应器5的第三进料口501，第二支路906经重烷烃油冷却器13冷却后再分为两路，一路作为冷重烷烃油由第四进料口502注入加氢反应器5的相邻两段催化剂床层之间，另一路输出重烷烃油产品。

根据本发明实施例，异辛烷分离塔9的塔顶操作压力为0.1～0.3MPa，塔顶操作温度60～90℃，塔底操作温度180～260℃，回流量与进料量质量比0.5～2.0，其中，进料量为从异辛烷分离塔9的进料口V进入的物料(混合烷烃)的质量，回流量为由塔顶回流的物料的质量。

本发明实施例所提供的由混合碳四生成异辛烷油的方法将异丁烯叠合和异辛烯加氢有机结合，降低2,5-二甲基己烯、5,5-二甲基己烯、三聚物、四聚物等副反应产物的生成量；可省去阻聚剂回收所需的复杂流程，可对重烷烃油单独出料，因而也不存在加氢后的异辛烷产品的终馏点温度超出车用汽油标准(GB 17930-2016)所要求的终馏点温度(≤205℃)的问题，可获得高质量的优质清洁汽油调和组分异辛烷油，该方法具有设备和操作费用低、流程简单、操作灵活的特点。

本发明实施例另一方面，提供一种混合碳四生产异辛烷油的装置，即本发明实施例的方法所采用的装置，该装置包括依次连接的叠合反应器1、异辛烯分离塔2、加氢反应器5、分离罐7和异辛烷分离塔9。

叠合反应器1用于混合碳四进行叠合反应，获得叠合反应产物；异辛烯分离塔2用于将包括剩余碳四的轻组分和异辛烯油分离；加氢反应器5用于包括异辛烯油的混合物进行加氢反应，获得加氢反应产物；分离罐7用于对加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃；异辛烷分离塔9用于对混合烷烃进行分离。

叠合反应器1包括进料口I和位于叠合反应器1底部的出料口I，进料口I包括位于叠合反应器1顶部的第一进料口101和位于叠合反应器1中部的第二进料口102，第一进料口101用于输入混合碳四、循环异辛烷和脱氧水。

异辛烯分离塔2包括出料口II和位于异辛烯分离塔2中部的进料口II201，出料口II包括位于异辛烯分离塔2塔顶的第一出料口202和塔底的第二出料口203，出料口I103与进料口II201连接。

加氢反应器5包括进料口III和位于加氢反应器5底部的出料口III503，所述进料口III包括位于加氢反应器5顶部的第三进料口501和位于加氢反应器5中部的第四进料口502，第二出料口203与第三进料口501连接；

可选地，在第二出料口203与第三进料口501之间设有异辛烯升压泵3和加氢进料加热器4，异辛烯升压泵3用于对异辛烯油进行升压以进入加氢反应器5中，加氢进料加热器4用于对进入加氢反应器5的物料进行加热，包括对异辛烯油、循环氢、外界来的新氢、循环重烷烃油进行加热。

分离罐7包括位于分离罐7顶部的进料口IV701和出料口IV，出料口III503与进料口IV701连接，出料口IV包括位于分离罐7顶部的第三出料口702和位于分离罐7底部的第四出料口703以及位于分离罐7罐底的第五出料口704，第三出料口703的一个支路与第三进料口501连接，使得循环氢进入加氢反应器5中，第三出料口703的另一个支路通外界，作为弛放气的出口，第五出料口704用于排出污水；

所述异辛烷分离塔9包括位于异辛烷分离塔9中部的进料口V904和出料口V，出料口V包括塔顶的第六出料口902、塔底的第七出料口903和侧线的第八出料口904，第七出料口903与重烷烃油泵12连接后分为第一支路905和第二支路906，第一支路905与第三进料口501连接，第二支路906经过重烷烃冷却器13后再分为两路，一路与第四进料口502连接，另一路输出重烷烃油产品；

第八出料口904与异辛烷泵10连接后分为第三支路907和第四支路908，第三支路907与第一进料口101连接，第四支路908经过异辛烷冷却器11后再分为两路，一路与第二进料口102连接，另一路输出异辛烷产品。

在加氢反应器5出料口III 503和分离罐7的进料口IV 701之间设有加氢产物冷凝器6，用于对由加氢反应器5的出料口III 503流出的加氢反应产物进行冷却。

分离罐7的第三出料口702与加氢进料加热器6之间设有循环氢压缩机8。分离罐7的第五出料口704与污水处理器连接。

在一种可选的实施方式中，叠合反应器1可以为绝热固定床反应器、膨胀床反应器或者列管式反应器，可选地，叠合反应器1为绝热固定床反应器，为1台或多台的串联，进一步可选地，叠合反应器1为2台或3台串联的绝热固定床反应器，例如，叠合反应器1为2台串联的绝热固定床反应器。

叠合反应器1内包括催化剂床层，催化剂床层设一段或多段，多段如2段或3段，当叠合反应器1内的反应热造成叠合反应器1的温升≤20℃时，叠合反应器1内的设置一段催化剂床层设；当叠合反应器1内的反应热造成的叠合反应器1的温升＞20℃时，叠合反应器内设置多段催化剂床层，例如可设2段或3段催化剂床层，并通过叠合反应器1的第二进料口102向相邻两段催化剂床层之间注入冷异辛烷油。

根据本发明实施例，叠合反应器1的催化剂床层中的催化剂为大孔阳离子交换树脂催化剂，如大孔磺酸阳离子交换树脂催化剂。

异辛烯分离塔2包括精馏段和提馏段，精馏段包括15～20块塔板，提馏段包括15～35块塔板，可选地，精馏段包括20～25块塔板，提馏段包括25～35块塔板。

可选地，当需要很高的异丁烯转化率如≥99.0％时，异辛烯分离塔2还包括精馏段和提馏段之间的反应段，即异辛烯分离塔2由精馏段、反应段和提馏段组成。

加氢反应器5包括绝热式鼓泡床反应器或者滴流床反应器，可选地，加氢反应器5为滴流床反应器。

加氢反应器5可设为1台或多台串联，可选地，加氢反应器5设为1台滴流床反应器。

加氢反应器5内的催化剂床层可设一段或多段，多段例如2段或3段。当反应热造成的加氢反应器5的温升≤30℃时，加氢反应器1内的设置一段催化剂床层；当反应热造成的加氢反应器1的温升>30℃时，加氢反应器1内设置多段例如可设2段或3段催化剂床层。

可选地，加氢反应器5的第四进料口502设于相邻两段催化剂床层之间。

根据本发明实施例，加氢反应器5内的催化剂床层的加氢催化剂包括载体和负载在载体上的活性金属组分，其中，载体为氧化铝、氧化硅、尖晶石、硅藻土分子筛中的一种或多种；活性金属组分为VIB族金属和VIII族金属中的一种或多种，其中，VIB族金属选自铬、钼、钨中的一种或多种，VIII族金属为钴、镍中的一种或两种；可选地，活性金属组分为双金属，进一步地，活性金属组分选自镍-钼、镍-钴、钴-钼等的组合中的一种或几种。

本发明实施例提供的由混合碳四生产异辛烷油的装置，包括叠合反应器和加氢反应器，从而将异丁烯的叠合反应和异辛烯的加氢反应有机地结合，得到异辛烷油，作为汽油的调和组分；另外，该装置通过异辛烷冷却器和重烷烃油冷却器，向叠合反应器和加氢反应器中分别注入冷异辛烷油和冷重烷烃油，以吸收反应热并降低反应温度，通过异辛烷泵和重烷烃油泵分别向叠合反应器和加氢反应器中通入循环异辛烷油和循环重烷烃油，缓和反应强度，降低反应器温升，降低副反应产物的量，提高产品质量，该装置无需设置阻聚剂回收系统，且该装置结构简单、设备和操作备用低、操作灵活。

本发明实施例所提供的由混合碳四生产异辛烷油的装置及方法，首先使得异丁烯在叠合反应器内进行选择性叠合生成主要组分为二异丁烯的叠合反应产物，然后进行加氢生成主要组分为2,2,4-三甲基戊烷的加氢反应产物，该装置和方法将叠合和加氢过程有效的结合，获得的异辛烷产品和重烷烃油产品可单独出料，如需要也可混合后处理，微量的阻聚剂叔丁醇由脱氧水和异丁烯在叠合反应器内生成，并在加氢反应器内裂解，避免了相关技术的方法采用的萃取塔和回收塔流程带来的弊端，并简化了流程，降低了能耗，具有设备和操作费用低、流程简单、操作灵活的特点；采用惰性组分异辛烷、重烷烃油分别作为叠合反应器、加氢反应器的急冷油和反应器进料烯烃浓度的稀释剂，可减少三聚物、四聚物或2,5-二甲基己烯、5,5-二甲基己烯等副产物的生成量，所生产的产品质量更好。总之，采用该方法设备和操作费用低、流程简单、操作灵活，可生产具有饱和蒸气压低、辛烷值高、无硫或低硫、低烯烃含量的优质清洁汽油调合组分异辛烷油。本发明实施例的装置和方法能够解决国内因MTBE装置停产造成的汽油生产能力下降、MTBE装置闲置造成资源浪费、汽油池辛烷值下降等问题，同时开发了一条环保、安全的C₄利用途径。

以下将通过实施例进行详细阐述：

实施例

某炼油厂催化裂化装置生产的混合C₄原料量为33.43吨/小时，其质量组成见表1。

表1

序号	组成	质量组成％
			1	C<sub>3</sub>H<sub>6</sub>	0.0717
2	C<sub>3</sub>H<sub>8</sub>	0.1231
			3	NC<sub>4</sub>H<sub>10</sub>(正丁烷)	6.4405
4	IC<sub>4</sub>H<sub>10</sub>(异丁烷)	44.9512
			5	NC<sub>4</sub>H<sub>8</sub>(正丁烯)	9.8831
6	IC<sub>4</sub>H<sub>8</sub>(异丁烯)	22.1796
			7	TC<sub>4</sub>H<sub>8</sub>(反丁烯)	10.8297
8	CC<sub>4</sub>H<sub>8</sub>(顺丁烯)	5.5211

为生产优质清洁汽油调合组分异辛烷油，本发明实施例对MTBE装置进行改造，得到由混合碳四生产异辛烷油的装置，并采用该装置生产异辛烷油，以实现对异丁烯进行叠合生成叠合反应产物并对其中的异辛烯油进行加氢饱和。

该装置包括依次连接的叠合反应器、异辛烯分离塔、加氢反应器、分离罐和异辛烷分离塔，叠合反应器采用大孔阳离子交换树脂催化剂，叠合反应器包括2段催化剂床层，加氢催化剂采用钴-钼双金属催化剂，催化剂外形为三叶草条状、催化剂的颗粒直径1.4～1.8mm、活性金属(钴和钼)质量含量15～25％、孔容≥0.25ml/g、比表面积≥200m²/g、堆积密度0.55～0.75g/ml，加氢催化剂包括2段催化剂床层。

叠合反应和加氢反应的主要操作条件如表2和表3所示。

表2

注：温升是指反应器注入冷异辛烷油后的温升。

表3

注：1)异辛烯油进料量包含循环异辛烷进料量和冷异辛烷油进料量；2)温升指反应器注入冷重烷烃油后的温升。

叠合反应和加氢反应的物料平衡分别如表4和表5所示。

表4

注：异辛烯油质量流量包括由脱氧水和异丁烯反应生成的叔丁醇0.12t/h。

表5

注：表5中污水是由叔丁醇在加氢反应器内裂解生成。

由上可得，异辛烷分离塔中输出的异辛烷产品的质量百分比为89.89％，重烷烃油的质量百分数为8.43％，液收率高，所得异辛烷产品的质量较高，可作为优质清洁汽调和组分，异辛烷产品和重烷烃油产品可单独出料，使用时操作灵活。

以上所述仅为本申请的较佳实施例，并不用以限制本申请的保护范围，凡在本申请的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本申请的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种由混合碳四生产异辛烷油的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

使混合碳四、循环异辛烷和脱氧水混合，进行叠合反应，获得叠合反应产物；

对所述叠合反应产物进行分离，获得包括C₈烯烃的异辛烯油；

所述异辛烯油、外界来的新氢、循环氢和循环重烷烃油混合后，进行加氢反应，获得加氢反应产物；

对所述加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃和包括氢气的气相物料，所述氢气经压缩后作为所述循环氢；

对所述混合烷烃进行分离，获得异辛烷和重烷烃油，所述异辛烷的一部分作为所述循环异辛烷，所述异辛烷的另一部分经冷却后分别作为异辛烷产品和冷异辛烷油，所述异辛烷产品为由混合碳四生产的异辛烷油，所述重烷烃油的一部分作为所述循环重烷烃油，所述重烷烃油另一部分经冷却后分别作为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述叠合反应在叠合反应器中进行；

所述循环异辛烷在所述叠合反应器的质量流量为混合碳四质量流量的50％～200％，

所述脱氧水在所述叠合反应器的质量流量为混合碳四质量流量的0.03％～0.10％。

3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述叠合反应器包括：位于所述叠合反应器顶部的第一进料口，所述第一进料口用于使所述混合碳四、所述循环异辛烷和所述脱氧水进料；

所述第一进料口的入口温度为45～75℃，入口压力为0.6～1.5MPa；

所述叠合反应器中的液时体积空速为0.5～3.0h^-1。

4.根据权利要求3所述的方法，其特征在于，

当叠合反应的反应热造成所述叠合反应器的温升≤20℃时，所述叠合反应器中设置一段催化剂床层；

当叠合反应的反应热造成所述叠合反应器温升>20℃时，所述叠合反应器中设置多段催化剂床层，并通过位于所述叠合反应器中部的第二进料口向相邻两段催化剂床层之间注入冷异辛烷油。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，在异辛烯分离塔中对所述叠合反应产物进行分离，所述异辛烯分离塔的塔顶操作压力为0.1～0.8MPa，塔顶操作温度为55～75℃，塔底操作温度为150～200℃。

6.根据权利要求1-5任一项所述的方法，其特征在于，所述加氢反应于加氢反应器中进行，所述加氢反应器的顶部设有第三进料口，

所述异辛烯油、外界来的新氢、循环氢和循环重烷烃油经加热后由所述第三进料口进入所述加氢反应器，

所述第三进料口的入口温度为200～300℃，入口压力为1.5～4.0MPa，所述加氢反应器的液时体积空速为0.5～5.0h^-1，

所述循环重烷烃油在所述加氢反应器的质量流量为混合碳四质量流量的25％～150％。

7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，在分离罐中对所述加氢反应产物进行分离，获得混合烷烃和包括氢气的气相物料，所述氢气经循环氢压缩机压缩后进入所述加氢反应器中，所述混合烷烃包括C₈烷烃、C₁₂烷烃、C₁₆烷烃，

在异辛烷分离塔中对所述混合烷烃进行分离，获得异辛烷和重烷烃油，

所述异辛烷在异辛烷分离塔的侧线抽出，并经异辛烷泵升压后分为两部分，一部分作为循环异辛烷循环至所述叠合反应器中，另一部分经异辛烷冷却器冷却后再分为异辛烷产品和冷异辛烷油，

所述重烷烃油由所述异辛烷分离塔的塔底分出，经重烷烃油泵升压后分为两部分，一部分作为循环重烷烃油循环至加氢反应器中，另一部分经重烷烃油冷却器冷却后再分为重烷烃油产品和冷重烷烃油。

8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述异辛烷分离塔的塔顶操作压力为0.1～0.3MPa，塔顶操作温度60～90℃，塔底操作温度180～260℃。

9.一种由混合碳四生产异辛烷油的装置，其特征在于，所述装置包括依次连接的叠合反应器、异辛烯分离塔、加氢反应器、分离罐和异辛烷分离塔；

所述叠合反应器包括进料口I和位于所述叠合反应器底部的出料口I，所述进料口I包括位于所述叠合反应器顶部的第一进料口和位于所述叠合反应器中部的第二进料口，所述第一进料口用于输入混合碳四、循环异辛烷和脱氧水；

所述异辛烯分离塔包括出料口II和位于所述异辛烯分离塔中部的进料口II，所述出料口II包括位于所述异辛烯分离塔塔顶的第一出料口和塔底的第二出料口，所述出料口I与所述进料口II连接；

所述加氢反应器包括进料口III和位于所述加氢反应器底部的出料口III，所述进料口III包括位于所述加氢反应器顶部的第三进料口，所述第二出料口与所述第三进料口连接；

所述分离罐包括位于所述分离罐顶部的进料口IV和出料口IV，所述出料口III与所述进料口IV连接，所述出料口IV包括位于所述分离罐顶部的第三出料口和位于所述分离罐底部的第四出料口，所述第三出料口的一个支路与第三进料口连接，所述第三出料口的另一个支路通外界；

所述异辛烷分离塔包括位于所述异辛烷分离塔中部的进料口V和出料口V，所述出料口V包括塔顶的第六出料口、塔底的第七出料口和侧线的第八出料口，所述第七出料口与重烷烃油泵连接后分为第一支路和第二支路，第一支路与第三进料口连接，第二支路经过重烷烃冷却器后再分为两路，一路与第四进料口连接，另一路输出重烷烃油产品；

所述第八出料口与异辛烷泵连接后分为第三支路和第四支路，第三支路与所述第一进料口连接，第四支路经过异辛烷冷却器后再分为两路，一路与所述第二进料口连接，另一路输出异辛烷产品。

10.根据权利要求9所述的装置，其特征在于，所述叠合反应器为绝热固定床反应器、膨胀床反应器或者列管式反应器；

所述加氢反应器为绝热式鼓泡床反应器或者滴流床反应器。

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