CN113563917A

CN113563917A - 一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置

Info

Publication number: CN113563917A
Application number: CN202110970430.6A
Authority: CN
Inventors: 张耀昌; 王二强; 李思宽
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Priority date: 2021-08-23
Filing date: 2021-08-23
Publication date: 2021-10-29

Abstract

本发明公开了一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置，是一种采用常规精馏两塔间接序列与热泵技术相结合的分离工艺从硫酸烷基化反应产物中分离得到循环用异丁烷、高纯度正丁烷及合格的烷基化油产品的工艺技术。烷基化反应产物作为原料进入精馏塔T1，从塔底采出合格的烷基化油产品，塔顶气相产品作为原料进入精馏塔T2，精馏塔T2塔底采出合格的正丁烷产品，塔顶得到合格的循环用异丁烷。精馏塔T2的塔顶蒸汽经蒸汽压缩机增压升温，作为精馏塔T2塔底再沸器的热源。在得到与现有工艺流程相同的分离指标时，利用该工艺可以极大降低整个分离过程的能耗，具有显著的实用性以及技术经济性。

Description

一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置

技术领域

本发明涉及石油化工技术领域，具体而言，涉及一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置。

背景技术

在石油炼制过程中，碳四烷基化是炼厂气加工的重要工艺过程，主要用于生产高辛烷值汽油调和组分。碳四烷基化装置是指在催化剂作用下，异丁烷和丁烯(或丙烯、丁烯、戊烯的混合物)发生反应，生成以异辛烷为主的烷基化油的工业设施。烷基化油具有辛烷值高、抗爆性好、蒸气压低、含硫低、不含烯烃和芳烃等特点，是理想的清洁汽油高辛烷值调和组分。

目前，国内烷基化油生产工艺多采用液体酸催化工艺，即以低碳烯烃(包括1-丁烯、2-丁烯、异丁烯等)和异丁烷为原料，在氢氟酸或浓硫酸催化下反应，脱酸后得到的烷基化产物中除了含有烷基化油产品外，还包括大量未反应的异丁烷和正丁烷，需对烷基化产物进行脱正丁烷和异丁烷处理，异丁烷作为反应原料循环使用，以增大反应体系的烷烯比，同时避免正丁烷在反应系统的累积。

硫酸烷基化是各种碳四烷基化技术中出现最早且至今仍在广泛使用的技术。硫酸烷基化技术使用的硫酸在安全性方面优于氢氟酸，且废酸问题得到了妥善解决，进入21世纪，随着中国汽油质量升级加快，对高辛烷值汽油调和组分的需求快速增长，因此近年来硫酸烷基化装置数量和加工能力得到快速发展。

硫酸烷基化装置主要包括五个单元：原料预处理单元、烷基化反应单元、压缩制冷单元、产品分馏单元以及化学处理单元。硫酸烷基化装置目前存在的主要问题之一是能耗较高，每吨原料耗能约138.2kg标油，其中分馏部分能耗约占装置总能耗的55％。

硫酸烷基化装置产品分馏单元是由两个常规精馏塔构成的直接序列流程，用以分离烷基化反应产物，分离流程如图3所示。从精馏塔T1塔顶首先得到循环用异丁烷，塔釜产品靠两塔压力差进入精馏塔T2，塔顶得到合格的正丁烷产品，塔底得到合格的烷基化油产品。两塔的塔釜温度均在100℃以上，其能耗主要来自两台塔重沸器所消耗的1.0MPa蒸汽，以20万吨/年的硫酸烷基化装置为例，两个分馏塔每小时消耗1.0MPa蒸汽25吨左右。

热泵(Heat Pump)是一种将低位热源的热能转移到高位热源的装置，也是全世界倍受关注的新能源技术。热泵精馏是将塔顶蒸气经压缩机绝热压缩后升温，重新作为再沸器的热源，回收塔顶蒸汽的冷凝潜热，使冷流体部分汽化，而压缩气体本身冷凝成液体；冷凝液经节流阀后一部分作为塔顶馏出液抽出，另一部分返回塔项作为回流液。除开工阶段外，可基本上不向塔底再沸器提供额外的热量，因而热泵精馏是一种良好的节能技术。热泵精馏具有一定的应用范围，需要根据精馏塔工艺要求，通过准确的经济评比决定是否使用热泵精馏。

中国专利CN205170706U公开的一种烷基化产物分离装置存在流程复杂、设备成本高、占地面积大等缺点。中国专利CN206521436U、CN208287526U公开的烷基化产物分离系统，其主要设备精馏塔中部装有竖直挡板，将精馏塔分成了公共精馏段、公共提馏段、预分馏段与侧线采出段四个部分，适合度存在问题，节能效果有限，且塔釜再沸器加热介质需要全部采用低压蒸汽等高品质热源，操作费用高。

鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的目的是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置。

本发明提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，包括以下步骤：烷基化反应产物作为原料进入第一精馏塔内进行分离，塔底得到合格的烷基化油产品；第一精馏塔的塔顶蒸汽部分冷凝，冷凝液返回第一精馏塔内作为回流液，未冷凝的气相物料作为原料进入第二精馏塔内进行分离，塔顶得到循环用异丁烷，塔底采出合格的正丁烷产品。利用蒸汽压缩机将第二精馏塔塔顶采出的部分蒸汽增压提高温度，作为第二精馏塔塔底再沸器的热源，与塔釜液相换热后全部液化，再经过调节阀(或其它减压设备)减压降温、部分汽化，然后与未增压升温的塔顶气相混合，经过冷凝器冷凝全部变为液相，一部分作为回流液返回塔内，一部分作为循环用异丁烷采出。在具备热媒水或凝结水的情况下，第一精馏塔进料口下方提馏段设置中间再沸器。

本发明是这样实现的：

本发明提供一种硫酸烷基化反应产物的分离装置，该分离装置包括第一精馏塔、第一再沸器、第一冷凝器、第二精馏塔、第二再沸器、第二冷凝器、蒸汽压缩机、调节阀。烷基化反应产物原料管线与第一精馏塔的原料进料口相连接，第一精馏塔塔底的液相物料出料口与烷基化油出料管线相连接；第一再沸器液相进口与第一精馏塔的塔釜相连接，第一再沸器出口与第一精馏塔塔身相连接；第一精馏塔的塔顶蒸汽出料管线一分为二，一路与第一冷凝器E1的进料口相连接，冷凝后的液体通过第一精馏塔塔顶的液相物料回流口返回塔内，另一路未冷凝的气相物料连接至与第二精馏塔的原料进料口，第二精馏塔的塔顶蒸汽出口管线一分为二，一路与蒸汽压缩机入口相连，蒸汽压缩机出口与第二精馏塔塔底的第二再沸器热源入口相连接，第二再沸器热源出口与调节阀的入口相连，调节阀出口管线与第二精馏塔的塔顶蒸汽出口管线的另一路汇合后与第二冷凝器入口相连，第二冷凝器的出口管线一分为二，一路作为循环用异丁烷出料管路，另一路与第二精馏塔的液相物料回流口相连，第二再沸器液相进口与第二精馏塔塔底通过管线连接，第二再沸器出口与第二精馏塔塔身相连接，第二精馏塔塔底的液相物料出料口与正丁烷出料管线相连接。

作为本发明优选方式，该分离装置还可以包括第三再沸器，第三再沸器位于所述第一精馏塔的提馏段中上部，所述第三再沸器的进料口用于将所述第一精馏塔中的液相物料输送至第三再沸器中，出料口用于将汽液混合物料从第三再沸器中输送回所述第一精馏塔中。

本发明具有以下有益效果：

本发明的目的在于提供一种常规精馏两塔间接序列与热泵技术相结合的新型分离提纯工艺，实现硫酸烷基化反应产物的分离。利用本发明提出的工艺方法，在得到与现有流程相同的分离指标的同时，可以显著降低整个分离过程的能耗，以实施例进行对比，热负荷可以降低36％，冷负荷可以降低54％。

在具备凝结水或热媒水的情况下，采用第三再沸器，可以进一步降低第一再沸器的高品质加热介质的耗量，进一步降低操作费用，具有显著的实用性以及技术经济性。

附图说明

为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，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相关的附图。

图1为本发明实施例1采用常规精馏两塔间接序列与热泵组合工艺分离烷基化油，不设置中间再沸器的分离装置的示意图；

图2为本发明实施例2采用常规精馏两塔间接序列与热泵组合工艺分离烷基化油，设置中间再沸器的分离装置的示意图；

图3为对比例1中硫酸烷基化分馏单元分离烷基化油的工艺流程示意图；

附图编号：第一精馏塔-T1、第二精馏塔-T2，第一冷凝器-E1，第二冷凝器-E2，第一再沸器-H1，第二再沸器-H2，第三再沸器-H3，蒸汽压缩机-C1、调节阀-V1。

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例中的技术方案进行较为清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。

本发明提供了一种常规精馏两塔间接序列与热泵组合分离工艺，用于实现硫酸烷基化反应产物的分离。本发明的具体实施方式是这样的：

实施例可以采用本发明提供的图1所示的烷基化反应产物的分离装置。该分离装置包括第一精馏塔T1、第一再沸器H1、第一冷凝器E1、第二精馏塔T2、第二再沸器H2、第二冷凝器E2、蒸汽压缩机C1、调节阀V1。烷基化反应产物原料管线与第一精馏塔T1的原料进料口相连接，第一精馏塔T1塔底的液相物料出料口与烷基化油出料管线相连接；第一再沸器H1液相进口与第一精馏塔T1的塔釜相连接，第一再沸器H1出口与第一精馏塔T1塔身相连接；第一精馏塔T1的塔顶蒸汽出料管线一分为二，一路与第一冷凝器E1的进料口相连接，冷凝后的液体通过第一精馏塔(T1)塔顶的液相物料回流口返回塔内，另一路未冷凝的气相物料连接至与第二精馏塔T2的原料进料口，第二精馏塔T2的塔顶蒸汽出口管线一分为二，一路与蒸汽压缩机C1入口相连，蒸汽压缩机C1出口与第二精馏塔(T2)塔底的第二再沸器H2热源入口相连接，第二再沸器H2热源出口与调节阀V1的入口相连，调节阀V1出口管线与第二精馏塔T2的塔顶蒸汽出口管线的另一路汇合后与第二冷凝器E2入口相连，第二冷凝器E2的出口管线一分为二，一路作为循环用异丁烷出料管路，另一路与第二精馏塔T2的液相物料回流口相连，第二再沸器H2液相进口与第二精馏塔T2塔底通过管线连接，第二再沸器H2出口与第二精馏塔T2塔身相连接，第二精馏塔T2塔底的液相物料出料口与正丁烷出料管线相连接。

作为本发明优选方式，该分离装置还可以包括第三再沸器H3，第三再沸器H3位于所述第一精馏塔T1的提馏段中上部，所述第三再沸器H3的进料口用于将所述第一精馏塔T1中的液相物料输送至第三再沸器H3中，出料口用于将汽液混合物料从第三再沸器H3中输送回所述第一精馏塔T1中。

具体实施时，所述第一精馏塔T1的塔板数为30-80，优选50-60，所述第二精馏塔T2的塔板数均为50-110，优选65-80。两个常规精馏塔可以为板式塔、填料塔或者两者的任意组合，两个塔的型式可以相同，也可以不同。

具体实施时，第一精馏塔T1塔底温度高于80℃，第二精馏塔T2塔底温度为50-70℃。第二精馏塔T2塔顶温度为40-60℃，塔顶压力为0.42-0.6MPa(g)。

具体实施时，第一再沸器H1的加热介质可以用低压蒸汽、导热油等，第二再沸器H2、第三再沸器H3、第四再沸器H4的加热介质可以用低压蒸汽、导热油、凝结水、热媒水等，优选热媒水与凝结水。

以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。

以某炼厂20万吨/年的烷基化装置为例，用实施例和对比例分离其硫酸烷基化反应产物，其原料组成如下表1所示，要求循环用异丁烷摩尔分数达到90％，正丁烷产品摩尔分数达到99％，烷基化油产品中正丁烷含量不超过500ppm。

表1

成分	质量分数
		水	0.0000
丙烷	0.0032
		异丁烷	0.4811
正丁烷	0.1515
		异戊烷	0.0000
正戊烷	0.0196
		正己烷	0.0136
2，2-二甲基戊烷	0.0129
		正庚烷	0.0172
2，4－二甲基己烷	0.0393
		2，2，4－三甲基戊烷	0.2617

实施例1

本例采用采用常规精馏两塔间接序列与热泵组合工艺进行分离，采用图1所示工艺流程。

第一再沸器H1的加热介质采用1.0MPa饱和蒸汽，价格以200元/吨计。冷凝器的冷却介质用循环冷却水，价格以0.2元/吨计。入口温度30℃，出口温度40℃。

在实施例中，硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从第一精馏塔T1中下部进料，第一精馏塔T1的塔底温度162.9℃，第二精馏塔T2的塔顶温度为43.2℃，塔底温度为56.8℃，塔顶压力为0.46MPa(g)。产品质量达标且充分优化后计算结果如下：

第一精馏塔T1的塔底再沸器H1加热量为6910.96kw，耗用蒸汽量为11.30吨/时。

蒸汽压缩机C1的功耗为1041.61kw，折合热能能耗2604.03kw，折合蒸汽耗量为4.26吨/时。

冷凝器E1能耗为-1773.56kw，循环冷却水消耗量为153.10吨/时。冷凝器E2能耗为-4693.60kw，循环冷却水消耗量为405.17吨/时。

实施例2

在本例采用采用常规精馏两塔间接序列与热泵组合工艺进行分离，在第一精馏塔T1提馏段增加中间再沸器H3，如图2所示。中间再沸器H3的加热介质采用凝结水，价格以10元/吨计，入口温度110℃，出口温度70℃。产品质量达标后计算结果如下：

第一精馏塔T1塔底再沸器H1加热量为5421.61kw，蒸汽耗量为8.87吨/时，中间再沸器H3加热量为1500kw，消耗凝结水32.15吨/时。

蒸汽压缩机C1的功耗为1041.61kw，按照热电效率40％计算，折合热能能耗2604.03kw，折合蒸汽耗量为4.26吨/时。

对比例1

采用现有常规精馏塔直接序列方式分离的工艺流程，整个工艺包括两个常规精馏塔，如图3所示。

硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从适当位置进入精馏塔T1，塔顶馏出物为循环用异丁烷，其摩尔分数为90％。精馏塔T1的塔釜馏出物靠自压进入精馏塔T2，塔顶馏出物为正丁烷产品，其摩尔分数为99％；塔釜馏出物为烷基化油产品，正丁烷含量为500ppm。流程充分优化后计算结果如下：

精馏塔T1的塔釜加热量为12819.92kw，耗用蒸汽量为20.59吨/时，精馏塔T2的塔釜加热量为2131.46kw，耗用蒸汽量为3.42吨/时。

精馏塔T1的塔顶冷凝器能耗为-12369.57kw，循环冷却水耗量为1067.79吨/时。精馏塔T2的塔顶冷凝器能耗为-1703.92kw，循环冷却水耗量为146.91吨/时。

将实施例1和对比例1的能耗结果进行对比，如以下表2所示：

表2

对比项	对比例1	实施例1	能量节省值	能量节省比例
					热负荷(kw)	14951.38	9514.99	5436.39	36.36％
冷负荷(kw)	-14073.49	-6467.16	-7606.33	54.05％

通过上表2可以看出：采用本发明提供的新型分离工艺进行分离的实施例1与采用现有常规精馏塔直接序列方式分离的对比例1相比，极大节省了能量消耗。核算到整个装置，整个硫酸烷基化装置能耗降低约20％。

将实施例1和对比例1的节能效果换算成操作费用来对比，如以下表3所示：

表3

公共工程类别	对比例1	实施例1	节省值	价格(元/吨)	节省费用(元/h)
						1.0MPa蒸汽耗量(T/h)	24.01	15.56	8.45	200	1690
冷却水耗量(T/h)	1214.88	558.27	656.61	0.2	131.32
						合计					1821.32

通过上表3可以看出：采用本发明提供的新型分离工艺进行分离的实施例1与采用现有常规精馏塔直接序列方式分离的对比例1相比，极大节省了操作费用。

将实施例2和对比例1的节能效果换算成操作费用来对比，如以下表4所示：

表4

通过上表4可以看出：采用本发明提供的新型分离工艺的优选方式进行分离的实施例2与采用现有常规精馏塔直接序列方式分离的对比例1相比，极大节省了操作费用。通过表3与表4对比可以看出，增加中间再沸器后，采用凝结水作为加热介质，进一步节省了操作费用。

将实施例1和对比例1进行对比，本发明提供的分离装置新增加一台1100kw的往复压缩机、调节阀，塔高、塔径变大，控制系统费用增加及其它设备投资等，总投资增加估算约为700万元，但以节能的操作费用来合计，160天时间即可收回投资。

由此可见，本发明实施例提供的工艺分离方法具有以下的特点和优势：

(1)、本发明实施例提供的工艺方法是为了将硫酸法碳四烷基化反应产物进行分离，得到合格的循环用异丁烷产品、正丁烷产品、烷基化油产品。

(2)、采用本发明实施例提供的工艺方法与流程，可以得到与现有硫酸烷基化工艺同样指标的循环用异丁烷产品、正丁烷产品、烷基化油产品。

(3)、本发明实施例提供的新分离工艺自第一精馏塔T1的塔底得到合格的烷基化油产品，第二精馏塔T2的塔顶得到合格的循环用异丁烷，第二精馏塔T2的塔底得到合格的正丁烷产品。

(4)、本发明实施例提供的新分离工艺通过调整分离顺序，使其符合热泵精馏的使用条件。

(5)、本发明实施例提供的新分离工艺增加了热泵，将第二精馏塔T2的部分塔顶蒸汽增压提高温度，作为第二精馏塔T2的塔釜重沸器的热源；塔顶气相液化后经过减压降温、部分汽化，然后与未增压升温的气相混合，经过塔顶冷凝器冷凝后，一部分作为液相产品采出，一部分作为回流液返回塔内。

(6)、本发明实施例提供的新分离工艺第一精馏塔T1的塔板数在30-80之间，第二精馏塔T2的塔板数在50-110之间。第一个塔的进料位置在塔的中下部，第二个塔的进料位置在塔的中上部。

(7)、本发明实施例提供的新分离工艺节能效果十分显著。单以分馏部分来计，节能效果可达到36％，整个烷基化装置能耗可以降低20％左右。

与现有技术相比，本发明实施例具有以下的有益效果：

(1)、本发明的新型工艺可以达到现有工艺同样的分离效果。

(2)、本发明的新型工艺极大节省了能量消耗和操作费用。

(3)、本发明的新型工艺增加的投资成本可以很快收回，实用性非常好。

以上仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims

1.一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，其特征在于，烷基化反应产物作为原料进入第一精馏塔内进行分离，塔底得到合格的烷基化油产品；第一精馏塔的塔顶蒸汽部分冷凝，冷凝液返回第一精馏塔内作为回流液，未冷凝的气相物料作为原料进入第二精馏塔内进行分离，塔顶得到循环用异丁烷，塔底采出合格的正丁烷产品，利用蒸汽压缩机将第二精馏塔塔顶采出的部分蒸汽增压提高温度，作为第二精馏塔塔底再沸器的热源，与塔釜液相换热后全部液化，再经过调节阀(或其它减压设备)减压降温、部分汽化，然后与未增压升温的塔顶气相混合，经过冷凝器冷凝全部变为液相，一部分作为回流液返回塔内，一部分作为循环用异丁烷采出，在具备热媒水或凝结水的情况下，第一精馏塔进料口下方提馏段设置中间再沸器。

2.一种硫酸烷基化反应产物的分离装置，其特征在于，包括第一精馏塔(T1)、第一再沸器(H1)、第一冷凝器(E1)、第二精馏塔(T2)、第二再沸器(H2)、第二冷凝器(E2)、蒸汽压缩机(C1)、调节阀(V1)，烷基化反应产物原料管线与第一精馏塔(T1)的原料进料口相连接，第一精馏塔(T1)塔底的液相物料出料口与烷基化油出料管线相连接；第一再沸器(H1)液相进口与第一精馏塔(T1)的塔釜相连接，第一再沸器(H1)出口与第一精馏塔(T1)塔身相连接；第一精馏塔(T1)的塔顶蒸汽出料管线一分为二，一路与第一冷凝器(E1)的进料口相连接，冷凝后的液体通过第一精馏塔(T1)塔顶的液相物料回流口返回塔内，另一路未冷凝的气相物料连接至与第二精馏塔(T2)的原料进料口，第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽出口管线一分为二，一路与蒸汽压缩机(C1)入口相连，蒸汽压缩机(C1)出口与第二精馏塔(T2)塔底的第二再沸器(H2)热源入口相连接，第二再沸器(H2)热源出口与调节阀(V1)的入口相连，调节阀(V1)出口管线与第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽出口管线的另一路汇合后与第二冷凝器(E2)入口相连，第二冷凝器(E2)的出口管线一分为二，一路作为循环用异丁烷出料管路，另一路与第二精馏塔(T2)的液相物料回流口相连，第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)塔底通过管线连接，第二再沸器(H2)出口与第二精馏塔(T2)塔身相连接；第二精馏塔(T2)塔底的液相物料出料口与正丁烷出料管线相连接。

3.根据权利要求2所述的分离装置，其特征在于，还包括第三再沸器(H3)，第三再沸器(H3)位于所述第一精馏塔(T1)的提馏段中上部，所述第三再沸器(H3)的进料口用于将所述第一精馏塔(T1)中的液相物料输送至第三再沸器(H3)中，出料口用于将汽液混合物料从第三再沸器(H3)中输送回所述第一精馏塔(T1)中。

4.根据权利要求2所述的分离装置，其特征在于，所述第一精馏塔(T1)和所述第二精馏塔(T2)均为常规精馏塔；所述第一精馏塔(T1)的塔板数为30-80，优选50-60，所述第二精馏塔(T2)的塔板数均为50-110，优选65-80。

5.根据权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，所述第一精馏塔(T1)自塔的中下部进料，所述第二精馏塔(T2)自塔的中上部进料，所述第一精馏塔(T1)的塔顶温度为40-60℃，塔底温度高于80℃，塔顶压力为0.42-0.6MPa，第二精馏塔(T2)的塔顶温度为40-60℃，塔底温度为50-70℃，塔顶压力为0.42-0.6MPa。

6.根据权利要求1、5所述的分离工艺，其特征在于，所述第一再沸器(H1)的加热介质为低压蒸汽、导热油，第二再沸器(H2)、第三再沸器(H3)加热介质额低压蒸汽、导热油、凝结水、热媒水，优选低品质加热介质如凝结水或热媒水。

7.根据权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，利用所述装置进行分离的分离工艺适用于硫酸烷基化反应产物的分离，也适用于类似的两个沸点相近的轻烃与重烃(或重组分)组成的混合物分离得到三个产品的分离过程。