CN115138091A - 一种烷基化反应产物的节能分离工艺及装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种烷基化反应产物的节能分离工艺及装置，包括第一精馏塔T1、第一再沸器H1、第二精馏塔T2、冷凝器E1、第二再沸器H2、第三再沸器H3、分液罐V1、蒸汽压缩机C1、调节阀PV1。该分离工艺在热耦合与热泵组合工艺的基础上，再次利用蒸汽压缩机将第二精馏塔T2塔顶部分或全部剩余饱和蒸汽增压升温，作为第一精馏塔T1中间再沸器的热源进一步利用塔顶蒸汽的冷凝潜热；在得到同样的产品指标的情况下，相比热耦合与热泵组合工艺，进一步降低分离过程能耗，与现有工艺流程相比，可以极大降低整个分离过程的能耗与操作费用，具备很强的技术经济优势。

Description

一种烷基化反应产物的节能分离工艺及装置

技术领域

本发明涉及石油化工领域，具体而言，涉及硫酸烷基化反应产物的节能分离工艺及装置。

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％-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24吨左右。

中国专利烷基化反应产物热耦合与热泵组合分离工艺及分离装置(申请号为：202110970436.3)采用热耦合技术与热泵精馏技术相结合，实现烷基化反应产物的分离。在得到与现有流程相同的分离指标的同时，可以极大降低整个分离过程的能耗，极大节省装置操作费用。专利中提到隔板塔顶部分蒸汽增压升温后作为提馏段Ⅱ侧再沸器热源，还有一部分直接冷凝，提馏段Ⅰ侧中间再沸器H3热源优选热媒水或凝结水等低温廉价热源。

经过进一步研究，还可以进一步降低整个分离过程的能耗。因此，特提出本发明。

发明内容

本发明的目的在于提供一种烷基化反应产物的节能分离工艺，旨在实现分离目标的同时，进一步降低分离能耗，节省操作费用。

为实现上述目的，本发明所采取的技术方案为：

一种烷基化反应产物的节能分离工艺，在热耦合与热泵组合工艺的基础上，利用第二精馏塔塔顶部分或全部多余蒸汽作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源，进一步利用塔顶蒸汽的冷凝潜热，降低分离过程能耗；

该工艺流程包括以下主要步骤：烷基化反应产物从第一精馏塔进料，在第一精馏塔的塔底得到合格的烷基化油产品，在第二精馏塔的塔底得到合格的正丁烷产品；在第二精馏塔的塔顶得到合格的循环用异丁烷产品；第一精馏塔塔底再沸器产生的上升蒸汽从塔顶采出，自第二精馏塔的中上部进入第二精馏塔，将第二精馏塔的回流液按一定比例采出一部分返回第一精馏塔塔顶回流口作为回流液；利用蒸汽压缩机将第二精馏塔塔顶采出的部分或全部蒸汽增压升温，作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源，经过换热之后得到液相物流，再进行减压降温；第二精馏塔塔顶的多余热量由冷凝器取出，冷凝液一部分回流返回第二精馏塔中，另一部分作为异丁烷产品输出；

作为优选方式之一，通过蒸汽压缩机将所述第二精馏塔塔顶输出的部分或全部饱和蒸汽增压升温，优先作为第二精馏塔塔底再沸器的热源，多余部分作为第一精馏塔中间再沸器的热源。

作为优选方式之一，所述蒸汽压缩机为两台；所述第二精馏塔塔顶的部分或全部饱和蒸汽用两台蒸汽压缩机分别进行增压升温，增压升温后的气相分别作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源。

作为优选方式之一，所述第一精馏塔中间再沸器位于第一精馏塔进料口下方合适位置；所述中间再沸器为1～3台，更优选为1-2台。

作为优选方式之一，所述第二精馏塔的塔顶温度为40-60℃，塔顶压力为0.41-0.65MPa；所述第一精馏塔的塔底温度为90℃以上，所述第二精馏塔的塔底温度为50-70℃。

本发明一种烷基化反应产物的节能分离装置，包括第一精馏塔(T1)、第一再沸器(H1)、第二精馏塔(T2)、冷凝器(E1)、第二再沸器(H2)、第三再沸器(H3)、分液罐(V1)；第一精馏塔(T1)设置原料进料口，第一精馏塔(T1)的塔底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)的塔身相连接；第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)的塔釜通过管线连接，第二再沸器(H2)出口与第二精馏塔(T2)的塔身相连接，第二精馏塔(T2)的塔底出料口与正丁烷出料管线相连接；第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽输出管线一分为二，一路与冷凝器(E1)入口相连，另一路与分液罐(V1)气相入口相连接；冷凝器(E1)出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔(T2)塔顶的回流液入口，另一路作为循环用异丁烷出料管线，第三再沸器(H3)位于第一精馏塔(T1)的进料口下方，第三再沸器(H3)具有进料口和出料口，进料口用于从所述第一精馏塔(T1)的塔中将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)的塔中。所述第三再沸器(H3)包括1～3台一次通过式再沸器，均位于隔板左侧进料口的下方，分别位于不同的位置。

作为优选方式之一，所述分离装置还包括蒸汽压缩机(C1)和调节阀(PV1)；所述分液罐(V1)顶部的蒸汽出口与蒸汽压缩机(C1)入口相连接，蒸汽压缩机(C1)出口管线一分为二，一路与第二精馏塔(T2)塔底第二再沸器(H2)热源入口相连接，另一路与第一精馏塔(T1)进料口下方的第三再沸器(H3)热源入口相连接；所述第二再沸器(H2)、所述第三再沸器(H3)的热源出口与所述调节阀(PV1)入口相连接，所述调节阀(PV1)出口与所述分液罐(V1)的气液混合入口相连接，所述分液罐(V1)底部液相出口与所述第二精馏塔(T2)的塔顶回流液入口相连接。

作为优选方式之一，所述分离装置还包括括蒸汽压缩机(C1)、蒸汽压缩机(C2)、调节阀(PV1)和调节阀(PV2)；所述分液罐(V1)顶部的蒸汽出口管线一分为二，一路与蒸汽压缩机(C1)入口相连接，另一路与蒸汽压缩机(C2)入口相连接；蒸汽压缩机(C1)的出口与第二精馏塔(T2)塔底第二再沸器(H2)热源入口相连接，蒸汽压缩机(C2)的出口与第一精馏塔(T1)进料口下方的第三再沸器(H3)热源入口相连接；所述第二再沸器(H2)、所述第三再沸器(H3)的热源出口分别与调节阀(PV1)、调节阀(PV2)连接，然后分别与所述分液罐(V1)气液混合入口相连接，所述分液罐(V1)底部液相出口与所述第二精馏塔(T2)的塔顶回流液入口相连接。

作为优选方式之一，所述第一精馏塔(T1)的理论塔板数为20-60，所述第二精馏塔(T2)的理论塔板数为30-100；所述第一精馏塔(T1)与所述第二精馏塔(T2)为板式塔、填料塔或者两者的任意组合。

本发明分离装置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组成的混合物分离得到三个产品的分离过程。

该分离装置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组成的混合物分离得到三个产品的分离过程。

本发明实施例的有益效果是：

在发明专利(申请号为：202110970436.3)的基础上更加充分的利用塔顶气相潜热，降低装置能耗，节省操作费用。相比热耦合与热泵组合工艺，能耗可降低10％～20％；与现有工业所用常规精馏两塔直接序列流程相比，能耗可降低43.2％～51％，整个硫酸烷基化装置能耗可以降低21.6％～28％。

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示意图，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为本发明提供的第一工艺流程图；

图3为本发明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，下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行较为清楚、完整地描述。

显然，所描述的实施例是本发明的部分实施例，而不是全部。通常在此处附图中描述和示出的本发明实施例的组件可以以各种不同的配置来布置和设计。因此，以下对在附图中提供的本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

术语“第一”、“第二”等仅用于区分描述，而不能理解为指示或暗示相对重要性。此外，术语“水平”、“竖直”等术语并不表示要求部件绝对水平或悬垂，而是可以稍微倾斜。如“水平”仅仅是指其方向相对“竖直”而言更加水平，并不是表示该结构一定要完全水平，而是可以稍微倾斜。

在本发明的描述中，还需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“设置”、“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以视具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

本发明提供一种硫酸烷基化反应产物的节能分离装置，用于硫酸烷基化反应产物的分离。具体实施方式是这样的：

实施例可以采用本发明提供的图2所示的硫酸烷基化反应产物分离装置，该分离装置包括第一精馏塔T1、第一再沸器H1、第二精馏塔T2、冷凝器E1、第二再沸器H2、第三再沸器H3、分液罐V1、蒸汽压缩机C1、调节阀PV1。

第一精馏塔T1设置原料进料口，第一精馏塔T1的塔底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的塔身相连接；第二再沸器H2液相进口与第二精馏塔T2的塔釜通过管线连接，第二再沸器H2出口与第二精馏塔T2的塔身相连接，第二精馏塔T2的塔底出料口与正丁烷出料管线相连接；第二精馏塔T2的塔顶蒸汽输出管线一分为二，一路与冷凝器E1入口相连，另一路与分液罐V1气相入口相连接；冷凝器E1出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔T2塔顶的回流液入口，另一路作为循环用异丁烷出料管线。第三再沸器H3为一台一次通过式再沸器，位于第一精馏塔T1的进料口下方；第三再沸器(H3)具有进料口和出料口，进料口用于从第一精馏塔T1的塔中将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中输送回第一精馏塔T1的塔中。

分液罐V1顶部的蒸汽出口与蒸汽压缩机C1入口相连接，蒸汽压缩机C1出口管线一分为二，一路与第二精馏塔T2塔底第二再沸器H2热源入口相连接，另一路与第一精馏塔T1进料口下方的第三再沸器H3热源入口相连接；第二再沸器H2、第三再沸器H3的热源出口与调节阀PV1入口相连接，调节阀PV1出口与分液罐V1的气液混合入口相连接，分液罐V1底部液相出口与第二精馏塔T2的塔顶回流液入口相连接。

具体实施时，第一精馏塔T1的理论塔板数均为20-60，第二精馏塔T2的理论塔板数为30-100。第一精馏塔T1与第二精馏塔T2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，冷凝器E1为使用空气或冷却水作为冷凝介质的冷凝器，当采用冷却水作为冷却介质时，第二精馏塔T2塔顶温度为40-60℃，第二精馏塔T2塔顶压力为0.42-0.6MPa(g)，第一精馏塔T1塔底温度高于90℃，第二精馏塔T2塔底温度为50-70℃。第一精馏塔T1塔釜与第二精馏塔T2塔釜压力可以相同，也可以不同。

具体实施时，第一再沸器H1为采用低压蒸汽或导热油等高品位热源的循环式再沸器。

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，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。

实施例

本例采用本发明所提供节能分离装置进行分离，采用图2所示工艺流程。

硫酸烷基化反应产物原料在泡点状态下，以65800kg/h的质量流率从第一精馏塔T1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。

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 (10)

1.一种烷基化反应产物的节能分离工艺，其特征在于，在热耦合与热泵组合工艺的基础上，利用第二精馏塔塔顶部分或全部多余蒸汽作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源，进一步利用塔顶蒸汽的冷凝潜热，降低分离过程能耗；

该工艺流程包括以下主要步骤：烷基化反应产物从第一精馏塔进料，在第一精馏塔的塔底得到合格的烷基化油产品，在第二精馏塔的塔底得到合格的正丁烷产品；在第二精馏塔的塔顶得到合格的循环用异丁烷产品；第一精馏塔塔底再沸器产生的上升蒸汽从塔顶采出，自第二精馏塔的中上部进入第二精馏塔，将第二精馏塔的回流液按一定比例采出一部分返回第一精馏塔塔顶回流口作为回流液；利用蒸汽压缩机将第二精馏塔塔顶采出的部分或全部蒸汽增压升温，作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源，经过换热之后得到液相物流，再进行减压降温；第二精馏塔塔顶的多余热量由冷凝器取出，冷凝液一部分回流返回第二精馏塔中，另一部分作为异丁烷产品输出。

2.根据权利要求1所述的节能分离工艺，其特征在于，通过蒸汽压缩机将所述第二精馏塔塔顶输出的部分或全部饱和蒸汽增压升温，优先作为第二精馏塔塔底再沸器的热源，多余部分作为第一精馏塔中间再沸器的热源。

3.根据权利要求1或2所述的节能分离工艺，其特征在于，所述蒸汽压缩机为两台；所述第二精馏塔塔顶的部分或全部饱和蒸汽用两台蒸汽压缩机分别进行增压升温，增压升温后的气相分别作为第二精馏塔塔底再沸器和第一精馏塔中间再沸器的热源。

4.根据权利要求1所述的节能分离工艺，其特征在于，所述第一精馏塔中间再沸器位于第一精馏塔进料口下方合适位置；所述中间再沸器为1～3台。

5.根据权利要求1所述的节能分离工艺，其特征在于，所述第二精馏塔的塔顶温度为40-60℃，塔顶压力为0.41-0.65MPa；所述第一精馏塔的塔底温度为90℃以上，所述第二精馏塔的塔底温度为50-70℃。

6.一种烷基化反应产物的节能分离装置，其特征在于，包括第一精馏塔(T1)、第一再沸器(H1)、第二精馏塔(T2)、冷凝器(E1)、第二再沸器(H2)、第三再沸器(H3)、分液罐(V1)；第一精馏塔(T1)设置原料进料口，第一精馏塔(T1)的塔底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)的塔身相连接；第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)的塔釜通过管线连接，第二再沸器(H2)出口与第二精馏塔(T2)的塔身相连接，第二精馏塔(T2)的塔底出料口与正丁烷出料管线相连接；第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽输出管线一分为二，一路与冷凝器(E1)入口相连，另一路与分液罐(V1)气相入口相连接；冷凝器(E1)出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔(T2)塔顶的回流液入口，另一路作为循环用异丁烷出料管线，第三再沸器(H3)位于第一精馏塔(T1)的进料口下方，第三再沸器(H3)具有进料口和出料口，进料口用于从所述第一精馏塔(T1) 的塔中将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)的塔中；所述第三再沸器(H3)包括1～3台一次通过式再沸器，均位于隔板左侧进料口的下方，分别位于不同的位置。

7.根据权利要求6所述的分离装置，其特征在于，所述分离装置还包括蒸汽压缩机(C1)和调节阀(PV1)；所述分液罐(V1)顶部的蒸汽出口与蒸汽压缩机(C1)入口相连接，蒸汽压缩机(C1)出口管线一分为二，一路与第二精馏塔(T2)塔底第二再沸器(H2)热源入口相连接，另一路与第一精馏塔(T1)进料口下方的第三再沸器(H3)热源入口相连接；所述第二再沸器(H2)、所述第三再沸器(H3)的热源出口与所述调节阀(PV1)入口相连接，所述调节阀(PV1)出口与所述分液罐(V1)的气液混合入口相连接，所述分液罐(V1)底部液相出口与所述第二精馏塔(T2)的塔顶回流液入口相连接。

8.根据权利要求6所述的分离装置，其特征在于，所述分离装置还包括括蒸汽压缩机(C1)、蒸汽压缩机(C2)、调节阀(PV1)和调节阀(PV2)；所述分液罐(V1)顶部的蒸汽出口管线一分为二，一路与蒸汽压缩机(C1)入口相连接，另一路与蒸汽压缩机(C2)入口相连接；蒸汽压缩机(C1)的出口与第二精馏塔(T2)塔底第二再沸器(H2)热源入口相连接，蒸汽压缩机(C2)的出口与第一精馏塔(T1)进料口下方的第三再沸器(H3)热源入口相连接；所述第二再沸器(H2)、所述第三再沸器(H3)的热源出口分别与调节阀(PV1)、调节阀(PV2)连接，然后分别与所述分液罐(V1)气液混合入口相连接，所述分液罐(V1)底部液相出口与所述第二精馏塔(T2)的塔顶回流液入口相连接。

9.根据权利要求6所述的分离装置，其特征在于，所述第一精馏塔(T1)的理论塔板数为20-60，所述第二精馏塔(T2)的理论塔板数为30-100；所述第一精馏塔(T1)与所述第二精馏塔(T2)为板式塔、填料塔或者两者的任意组合。

10.根据权利要求1所述的分离装置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组成的混合物分离得到三个产品的分离过程。

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