CN115105851A - 一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置 - Google Patents
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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，包括下隔板精馏塔T1、常规精馏塔T2、蒸汽压缩机等。烷基化反应产物从下隔板精馏塔T1的隔板左侧进料，在隔板精馏塔T1的塔顶得到合格的循环用异丁烷产品，隔板右侧的塔底得到合格的正丁烷产品，在常规精馏塔T2塔底得到合格的烷基化油产品；该工艺将常规精馏塔T2塔顶与下隔板精馏塔T1隔板左侧塔底进行热耦合，利用蒸汽压缩机将隔板精馏塔T1塔顶蒸汽增压升温，作为下隔板精馏塔T1隔板两侧塔底再沸器、隔板左侧中间再沸器的热源。与传统工艺相比，该工艺能够在得到合格的循环用异丁烷产品、正丁烷产品和烷基化油产品的同时，极大降低分离工艺能耗，工业应用前景较好。
Description
技术领域
本发明涉及化工技术领域，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，其中分馏部分能耗约占装置总能耗的50％以上。
现有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串联流程，用以分离烷基化反应产物，分离流程如图1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再沸器所消耗的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24吨左右。
热耦精馏是二十世纪中期提出的主要用于三元混合物分离的一种复杂蒸馏技术。热耦合精馏塔在热力学上是最理想的系统结构，实现了热量的直接耦合，可以较大幅度提高热力学效率。隔板塔(DWC)属于热耦精馏的一种特殊形式，就是在常规精馏塔内竖立一块垂直的隔板，将常规精馏塔左右两个分开，在一个塔壳内实现两个常规精馏塔所起的作用。与常规精馏塔相比，能耗降低、节省投资、减少占地，技术优势非常明显。有基于完全热耦合的隔板精馏塔(中间隔板)和基于部分热耦合的隔板式侧线精馏塔(上隔板)、隔板式侧线提馏塔(下隔板)三种形式。
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；冷凝液经节流阀减压降温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。
基于现有技术中硫酸烷基化装置能耗高的问题，特提出本发明。
发明内容
本发明的目的在于提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置，旨在得到合格的循环用异丁烷产品、正丁烷产品、烷基化油产品的同时，显著降低工艺能耗。
本发明是这样实现的：
第一方面，本发明提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，利用精馏塔T1和精馏塔T2进行分离，精馏塔T1为下隔板精馏塔，即在精馏塔T1内中下部设置一块竖直隔板，将精馏塔的塔内空间分为三部分：隔板左侧的第一精馏区、隔板右侧的第二精馏区、隔板上方的第三精馏区；
包括如下步骤：
将烷基化反应产物从第一精馏区通入精馏塔T1中，利用第一精馏区、第二精馏区、第三精馏区进行精馏分离，将精馏塔T1塔顶输出的饱和蒸汽经过蒸汽压缩机增压升温，将其分别通入第一精馏区对应的第一塔底再沸器H1、第二精馏区对应的第二塔底再沸器H2，经过换热之后得到液相物流，通过调节阀减压降温；
通过塔顶冷凝器E1将塔顶多余热量取出，得到冷凝液，将冷凝液部分回流返回精馏塔T1中，另一部分作为异丁烷产品输出；
在精馏塔T1的第二精馏区的塔底得到正丁烷产品，在精馏塔T2的塔底得到烷基化油产品。
在可选的实施方式中，将第一精馏区的塔釜液相增压后进入精馏塔T2的塔顶作为回流液，精馏塔T2的塔顶气相进入精馏塔T1的第一精馏区最下部塔板的下方。
在可选的实施方式中，作为优选方式之一，在精馏塔T1的第一精馏区的进料口下方安装1～2台中间再沸器，优选1台；将精馏塔T1塔顶输出的部分或者是全部饱和蒸汽经过蒸汽压缩机增压升温得到高温气体，将一部分高温气体通入第一精馏区对应的第一塔底再沸器中作为热源，一部分高温气体通入第二精馏区对应的第二塔底再沸器中作为热源，其余部分通入中间再沸器作为热源，换热之后得到的液相物流进行减压降温。
在可选的实施方式中，精馏塔T1塔顶的多余热量，包括经塔底再沸器换热后得到的液相物流、未增压的精馏塔T1塔顶蒸汽、或者是增压后未用完的增压蒸汽中的多余热量，通过塔顶冷凝器将其取出，得到的冷凝液一部分用于精馏塔T1塔顶回流，一部分作为液相产品采出。
在可选的实施方式中，蒸汽压缩机可以采用一台或者是两台，对精馏塔T1塔顶输出的部分或全部饱和蒸汽进行处理。
在可选的实施方式中，精馏塔T1中的隔板为中心设置或偏心设置；第一精馏区和第二精馏区的塔板数均为30-80，第一精馏区与第二精馏区的塔板数可以相同，也可以不同；第三精馏区的塔板数为10-30；精馏塔T2的塔板数为10-30。
在可选的实施方式中，精馏塔T1的塔顶温度为40-60℃，塔底压力为0.41-0.65MPa，第一精馏区的塔底温度为50-80℃，第二精馏区的塔底温度为50-70℃；优选地，精馏塔T2的塔底温度为100-160℃。
第二方面，本发明提供一种用于实施上述分离工艺的分离装置，包括精馏塔T1、精馏塔T2、蒸汽压缩机、减压设备和冷凝器，精馏塔T1为下隔板精馏塔，精馏塔T1具有第一精馏区、第二精馏区、第三精馏区；精馏塔T1的第一精馏区和第二精馏区分别设置有第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2；精馏塔T1的第一精馏区上设置有烷基化反应产物进料口，第一精馏区进料口下方设置有中间再沸器H3；
精馏塔T1的塔顶分别与蒸气压缩机和冷凝器的进口相连，蒸气压缩机的出口分别与第一塔底再沸器H1、第二塔底再沸器H1、中间再沸器H3的热源进口连通，第一塔底再沸器、第二塔底再沸器、中间再沸器H3的热源出口均与减压设备连通，减压设备的出口与冷凝器的进口连通，冷凝器的出口与精馏塔T1的塔顶和异丁烷产品输料管线连通；
第二精馏区的塔底与正丁烷产品输料管线连通，第一精馏区的塔釜与精馏塔T2连通，精馏塔T2的塔顶与精馏塔T1的第一精馏区连通，精馏塔T2的塔底与烷基化油产品输料管线连通。
在可选的实施方式中，第一塔底再沸器H1和中间再沸器H3为一次通过式再沸器。
本发明具有以下有益效果：通过精馏塔T2与精馏塔T1的第一精馏区进行热耦合，使第一精馏区的第一塔底再沸器符合热泵精馏使用条件，可以利用精馏塔T1的塔顶蒸汽作为第一塔底再沸器的热源；同时使下隔板精馏塔顶部有充足的塔顶蒸汽可用于隔板左右两侧塔底再沸器的热源；两者结合，在满足分离要求的同时，进一步降低工艺能耗。通过精馏塔T2与精馏塔T1隔板左侧的热耦合，使隔板左右两侧的温差大大降低，减少了隔板两侧的热量传递，间接减少了装置蒸汽消耗量，也降低了结构实施难度。
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为本发明对比例中的工艺流程图；
图2为本发明实施例中提供的第一工艺流程图；
图3为本发明实施例中提供的第二工艺流程图；
图4为本发明对比例中的工艺流程图。
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。
请参照图2和图3，本发明实施例提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，利用精馏塔T1和精馏塔T2进行分离，精馏塔T1为下隔板精馏塔，即在精馏塔T1内中下部设置一块竖直隔板，将精馏塔的塔内空间分为三部分：隔板左侧的第一精馏区、隔板右侧的第二精馏区、隔板上方的第三精馏区，具体包括如下步骤：
将烷基化反应产物从第一精馏区通入精馏塔T1中，利用第一精馏区、第三精馏区和第二精馏区进行精馏，隔板左右两侧(即第一精馏区和第二精馏区)的上升气相在隔板上方汇合到一起，塔顶的下降回流液在隔板左右两侧进行分配。将精馏塔T1塔顶输出的部分气体经过蒸汽压缩机加压后得到加压气体，将加压气体分别通入第一精馏区对应的第一塔底再沸器H1和第二精馏区对应的第二塔底再沸器H2中作为热源，将加压气体经第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2换热之后得到的液相物流进行减压降温，然后将减压降温的物流与未经增压的精馏塔T1塔顶输出的部分气体混合冷凝后得到冷凝液，将冷凝液部分回流返回精馏塔T1中，另一部分作为异丁烷产品输出；在精馏塔T1的第二精馏区的塔底输出正丁烷产品，将精馏塔T1的第一精馏区的塔釜液相增压后进入精馏塔T2，将精馏塔T2的塔顶气相进入精馏塔T1的第一精馏区，在精馏塔T2的塔底得到烷基化油产品。
图2和图3为两种实现形式，图2中利用1个蒸汽压缩机和1个减压设备进行操作，图3中利用2个蒸汽压缩机和2个减压设备进行操作。其中，正丁烷含量较高时选择图3中的工艺为宜，以满足精馏塔T1塔底的能耗要求。
在图2中，将精馏塔T1塔顶输出的部分气体经过一个蒸汽压缩机C1加压得到加压气体，将这部分加压气体分为两部分，一部分加压气体通入第一精馏区对应的第一塔底再沸器H1中作为热源，另一部分加压气体通入第二精馏区对应的第二塔底再沸器H2中作为热源，分别与第一精馏区塔釜液相和第二精馏区塔釜液相进行换热后全部液化。将加压气体经第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2换热之后得到的液相物流合并之后经过调节阀V1(或其他的减压设备)减压降温，然后与未经增压的精馏塔T1塔顶输出的部分气体混合冷凝后得到冷凝液。冷凝液全部为液相，一部分作为回流液返回精馏塔T1内，一部分作为液相产品采出，即合格的循环用异丁烷。
在图3中，利用第一蒸汽压缩机C1、第二蒸汽压缩机C2、第一减压设备V1和第二减压设备V2对精馏塔T1塔顶输出的部分气体进行处理；包括：利用第一蒸汽压缩机C1将精馏塔T1塔顶部分蒸汽增压升温后进入第二精馏区对应的第二塔底再沸器H2中作为热源与第二精馏区塔釜液相进行换热，将换热后液化的液相物流经过第一减压设备V1减压降温；相似地，利用第二蒸汽压缩机C2将精馏塔T1塔顶部分蒸汽增压升温后进入第一精馏区对应的第一塔底再沸器H1中作为热源与第一精馏区塔釜液相进行换热，将换热后的液相物流经过第二减压设备V2减压降温；将减压降温后的两股流体与未经增压的精馏塔T1塔顶部分蒸汽混合，经过冷凝器E1冷凝后得到冷凝液。同样，冷凝液全部为液相，一部分作为回流液返回精馏塔T1内，一部分作为液相产品采出，即合格的循环用异丁烷。
在一些实施例中，将第一精馏区的塔釜液相增压后进入精馏塔T2的塔顶作为回流液，精馏塔T2的塔顶气相进入精馏塔T1的第一精馏区最下部塔板的下方，精馏塔T2塔底得到合格的烷基化油产品。
进一步地，精馏塔T1的隔板上下竖直安装，位置一致；在第一精馏区和第二精馏区的塔板数均为30-80，第三精馏区的塔板数为10-30。第一精馏区和第二精馏区的塔板数可以相同，也可以不同。第一精馏区上烷基化反应产物的进料位置在隔板中下部。
进一步地，精馏塔T2的塔板数为10-30，精馏塔T2的塔截面积小于精馏塔T1上第一精馏区Ⅰ的塔截面积，利用塔板数更少、截面积更小的精馏塔T2就能够很好地实现烷基化油产品的分离。
在可选的实施方式中，精馏塔T1的塔顶温度为40-60℃，塔底压力为0.41-0.65MPa(g)，隔板左侧第一精馏区Ⅰ的塔底温度为60-80℃，隔板右侧第二精馏区Ⅱ的塔底温度为50-70℃；精馏塔T2的塔底温度为100-160℃。通过进一步控制精馏塔T1和精馏塔T2的工作参数，能够保证得到合格的循环用异丁烷产品、正丁烷产品和烷基化油产品。
在可选的实施方式中，第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2的启动加热介质选自热媒水、凝结水等低温位热源，也可以用蒸汽等高温位热源。塔底再沸器H3的加热介质可以用1.0MPa蒸汽、导热油等，在此不做限定。
本发明实施例提供一种用于实施上述分离工艺的分离装置，包括精馏塔T1、精馏塔T2、蒸汽压缩机、减压设备和冷凝器E1，精馏塔T1为下隔板精馏塔，即在精馏塔T1内中下部设置一块竖直隔板，将精馏塔的塔内空间分为三部分：隔板左侧的第一精馏区、隔板右侧的第二精馏区、隔板上方的第三精馏区；精馏塔T1的第一精馏区和第二精馏区分别设置有第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2。
具体地，精馏塔T1的第一精馏区上设置有烷基化反应产物进料口，精馏塔T1的塔顶分别与蒸气压缩机和冷凝器E1的进口相连，蒸气压缩机的出口分别与第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2的热源进口连通，第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2的热源出口均与减压设备连通，减压设备的出口与冷凝器E1的进口连通，冷凝器E1的出口与精馏塔T1的塔顶和异丁烷输料管线连通；第二精馏区的塔底与正丁烷输料管线连通，第一精馏区的塔釜与精馏塔T2连通，精馏塔T2的塔顶与精馏塔T1的第一精馏区连通，精馏塔T2的塔底与烷基化油输料管线连通。
在一些实施例中，减压设备为调节阀。在其他实施例中，减压设备也可以为其他结构，不限于调节阀。
在一些实施例中，第一塔底再沸器H1和中间再沸器H3为一次通过式再沸器。
分离装置的具体结构可以如图2和图3所示，具体结构和工作原理可以参照说明书关于图2和图3的介绍，在此对结构不做重复赘述。
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硫酸烷基化反应产物组成
| 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
本实施例提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，具体见图3工艺流程图以及对图3工艺流程的介绍。
硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从隔板左侧适当位置进料，采用合适的塔结构与优化操作条件，产品质量达标。计算结果如下：
第一再沸器H1的加热量为3945.18kw，压缩机C1功耗为1039.05kw，折合热能能耗2597.63kw，压缩机C2功耗为596.09kw，折合热能为1490.23kw。总热负荷为8033.04kw。冷凝器E1的能耗为-4030.64kw，即总的冷负荷为-4030.64kw。
对比例1
采用图4中的工艺流程。
硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从隔板左侧适当位置进料，采用合适的塔结构与优化操作条件，产品质量达标。计算结果如下：
计算结果如下：第一再沸器H1的加热量为6944.22kw，压缩机C1功耗为1020.39kw，折合热能能耗2550.98kw，总的热负荷为9495.2kw。冷凝器E1的能耗为-6445.99kw，即总的冷负荷为-6445.99kw。
对比例1和实施例1的对比如表2所示：
表2对比例1和实施例1的能耗对比
| 对比项 | 对比例1 | 实施例 | 能量节省值 | 能量节省比例 |
| 热负荷(kw) | 9495.2 | 8033.04 | 1462.16 | 15.40％ |
| 冷负荷(kw) | -6445.99 | -4030.64 | -2415.35 | 37.47％ |
对比例2
采用现有的工艺流程，整个工艺包括两个常规精馏塔，如图1所示。
硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从隔板左侧适当位置进料，采用合适的塔结构与优化操作条件，产品质量达标。计算结果如下：
精馏塔T1的塔釜加热量为12819.92kw，精馏塔T2的塔釜加热量为2131.46kw，总的热负荷为14951.38kw。精馏塔T1的塔顶冷凝器能耗为-12369.57kw，精馏塔T2的塔顶冷凝器能耗为-1703.92kw，总的冷负荷为-14073.49kw。
对比例2和实施例1的对比如表3所示：
表3对比例2和实施例1的能耗对比
| 对比项 | 对比例2 | 实施例 | 能量节省值 | 能量节省比例 |
| 热负荷(kw) | 14951.38 | 8033.04 | 6918.34 | 46.27％ |
| 冷负荷(kw) | -14073.49 | -4030.64 | -10042.85 | 71.36％ |
通过表2和表3的对比可以发现，该分离工艺与热耦合与热泵组合工艺单独应用相比，进一步节省了能量消耗和操作费用。与现有工业应用的常规精馏两塔直接序列流程相比，节能效果极大。
综上，本发明提供一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺及分离装置，通过精馏塔T2与精馏塔T1的第一精馏区进行热耦合，使第一精馏区的第一塔底再沸器符合热泵精馏使用条件，将精馏塔T1塔顶输出的气体经过加压后作为第一塔底再沸器和第二塔底再沸器的热源，具备以下优点：
(1)本发明实施例的工艺可以达到现有工艺同样的分离效果；
(2)本发明实施例的工艺可以极大节省了能量消耗和操作费用；
(3)本发明实施例的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 (9)
1.一种硫酸烷基化反应产物的分离工艺，其特征在于，利用精馏塔T1和精馏塔T2进行分离，所述精馏塔T1为下隔板精馏塔，即在精馏塔T1内中下部设置一块竖直隔板，将精馏塔的塔内空间分为三部分：隔板左侧的第一精馏区、隔板右侧的第二精馏区、隔板上方的第三精馏区；
包括如下步骤：
将烷基化反应产物从所述第一精馏区通入所述精馏塔T1中，利用所述第一精馏区、第二精馏区、第三精馏区进行精馏分离，将所述精馏塔T1塔顶输出的饱和蒸汽经过蒸汽压缩机增压升温，将其分别通入所述第一精馏区对应的第一塔底再沸器H1、所述第二精馏区对应的第二塔底再沸器H2，经过换热之后得到液相物流，通过调节阀减压降温；
通过塔顶冷凝器E1将塔顶多余热量取出，得到冷凝液，将所述冷凝液部分回流返回所述精馏塔T1中，另一部分作为异丁烷产品输出；
在所述精馏塔T1的所述第二精馏区的塔底得到正丁烷产品，在所述精馏塔T2的塔底得到烷基化油产品。
2.根据权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，将所述第一精馏区的塔釜液相增压后进入所述精馏塔T2的塔顶作为回流液，所述精馏塔T2的塔顶气相进入所述精馏塔T1的所述第一精馏区最下部塔板的下方。
3.根据权利要求1或2所述的分离工艺，其特征在于，作为优选方式之一，在精馏塔T1的第一精馏区的进料口下方安装1～2台中间再沸器，优选1台；将所述精馏塔T1塔顶输出的部分或者是全部饱和蒸汽经过蒸汽压缩机增压升温得到高温气体，将一部分所述高温气体通入所述第一精馏区对应的第一塔底再沸器中作为热源，一部分所述高温气体通入所述第二精馏区对应的第二塔底再沸器中作为热源，其余部分通入中间再沸器作为热源，换热之后得到的液相物流进行减压降温。
4.根据权利要求1或2所述的分离工艺，其特征在于，精馏塔T1塔顶的多余热量，包括经塔底再沸器换热后得到的液相物流、未增压的精馏塔T1塔顶蒸汽、或者是增压后未用完的增压蒸汽中的多余热量，通过塔顶冷凝器将其取出，得到的冷凝液一部分用于精馏塔T1塔顶回流，一部分作为液相产品采出。
5.根据权利要求3所述的分离工艺，其特征在于，所述蒸汽压缩机采用一台或者是两台，对所述精馏塔T1塔顶输出的部分或全部饱和蒸汽进行处理。
6.根据权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，所述精馏塔T1中的隔板为中心设置或偏心设置；所述第一精馏区和所述第二精馏区的塔板数均为30-80，所述第三精馏区的塔板数为10-30；所述精馏塔T2的塔板数为10-30。
7.根据权利要求1所述的分离工艺，其特征在于，所述精馏塔T1的塔顶温度为40-60℃，塔底压力为0.41-0.65MPa，第一精馏区的塔底温度为50-80℃，所述第二精馏区的塔底温度为50-70℃；优选地，所述精馏塔T2的塔底温度为100-160℃。
8.一种用于实施权利要求1-7中任一项所述分离工艺的分离装置，其特征在于，包括精馏塔T1、精馏塔T2、蒸汽压缩机、减压设备和冷凝器，所述精馏塔T1为下隔板精馏塔，所述精馏塔T1具有第一精馏区、第二精馏区、第三精馏区；所述精馏塔T1的所述第一精馏区和所述第二精馏区分别设置有第一塔底再沸器H1和第二塔底再沸器H2；所述精馏塔T1的所述第一精馏区上设置有烷基化反应产物进料口，所述第一精馏区进料口下方设置有中间再沸器H3；
所述精馏塔T1的塔顶分别与蒸气压缩机和冷凝器的进口相连，所述蒸气压缩机的出口分别与所述第一塔底再沸器H1、所述第二塔底再沸器H1、所述中间再沸器H3的热源进口连通，所述第一塔底再沸器、所述第二塔底再沸器、所述中间再沸器H3的热源出口均与所述减压设备连通，所述减压设备的出口与所述冷凝器的进口连通，所述冷凝器的出口与所述精馏塔T1的塔顶和异丁烷产品输料管线连通；
所述第二精馏区的塔底与正丁烷产品输料管线连通，所述第一精馏区的塔釜与所述精馏塔T2连通，所述精馏塔T2的塔顶与所述精馏塔T1的所述第一精馏区连通，所述精馏塔T2的塔底与烷基化油产品输料管线连通。
9.根据权利要求8所述的分离装置，其特征在于，所述第一塔底再沸器H1和中间再沸器H3为一次通过式再沸器。
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