发明内容
为解决现有技术对于炼厂碳四混合物和乙烯装置醚后碳四无法统一处理来制得高纯度的异丁烷的问题,本发明提供了一种异丁烷的制备***及方法。通过将萃取精馏和加氢工艺进行组合,本发明原则上可以处理所有炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四,同时,萃取***通过采用换热网络优化技术,将溶剂余热回收,提高了装置的经济效益。
本发明的目的之一是提供一种异丁烷的制备***。
包括:萃取精馏塔、烷烃水洗塔、汽提塔、烯烃水洗塔、溶剂回收塔、加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置、稳定塔、脱轻塔、异丁烷成品塔;
所述萃取精馏塔顶部连接烷烃水洗塔,萃取精馏塔底部连接汽提塔;汽提塔顶部连接烯烃水洗塔,汽提塔底部与萃取精馏塔上部连接;
所述烷烃水洗塔顶部连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后连接加氢反应器上部;
所述烷烃水洗塔和烯烃水洗塔底部连接溶剂回收塔;溶剂回收塔顶部连接异丁烷成品塔中间再沸器后再连接溶剂回收塔冷凝器,溶剂回收塔冷凝器出口管线分成两路:一路返回溶剂回收塔上部,另一路连接萃取精馏塔上部;
所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢分离装置,加氢分离装置依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与饱和碳四进料管线合并后连接加氢进出料换热器;
加氢分离装置底部连接稳定塔;稳定塔底部连接脱轻塔;脱轻塔底部连接异丁烷成品塔。
所述加氢分离装置是为了分离氢气和烯烃,加氢分离装置可采用以下两种组成之一:
A)加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐;
所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢热分离罐,加氢热分离罐顶部依次连接加氢后冷器和加氢冷分离罐,加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐;加氢热分离罐底部连接稳定塔。
B)加氢分离装置包括:加氢后冷器和加氢分离罐;
所述加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接加氢后冷器和加氢分离罐,加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐,加氢分离罐底部连接稳定塔。
所述反应出料经加氢进出料换热器换热后可以有两种方式,一种为先进入加氢热分离罐进行气液分离,顶部气相经过加氢后冷却器冷却后进入加氢冷分离罐,冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐,底部连接加氢热分离罐,加氢热分离罐底部液相连接稳定塔;另一种方式为先经加氢后冷器冷却后进入加氢分离罐经过气液分离,顶部气相连接压缩机吸入罐,底部液相连接稳定塔。
优选采用第一种方式。
所述萃取精馏塔下部分别设置有萃取蒸汽再沸器、萃取溶剂再沸器和萃取中间再沸器;萃取精馏塔顶部设置有顶部冷凝器;
汽提塔底部依次连接萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器、溶剂冷却器后与萃取精馏塔上部连接。
以上所述加氢进料加热器可采用现有技术中通常的加热设备,如:电加热、蒸汽加热或加热炉等。
具体可采用以下技术方案:
所述萃取精馏塔顶部连接烷烃水洗塔,萃取精馏塔底部连接汽提塔;
所述汽提塔顶部连接烯烃水洗塔,汽提塔底部依次连接萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料蒸发罐预热器、溶剂冷却器后与萃取精馏塔上部连接。
所述烷烃水洗塔和烯烃水洗塔底部连接溶剂回收塔;溶剂回收塔顶部连接异丁烷成品塔中间再沸器后再连接溶剂回收塔冷凝器,溶剂回收塔冷凝器出口管线分成两路:一路返回溶剂回收塔上部,另一路连接萃取精馏塔上部;
烷烃水洗塔顶部连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后与加氢反应器上部连接;
所述压缩机吸入罐顶部连接压缩机入口,压缩机出口连接加氢进出料换热器;
所述加氢反应器下部依次与加氢进出料换热器、加氢热分离罐连接;加氢热分离罐顶部与加氢冷分离罐连接,加氢热分离罐底部与稳定塔连接;
所述稳定塔底部与脱轻塔连接,脱轻塔与异丁烷成品塔连接;
所述异丁烷成品塔顶部连接异丁烷成品线。
本发明的目的之二是提供一种制备异丁烷的方法。
包括:
醚后碳四经过萃取精馏可制得丁烯产品;
不饱和碳四原料经萃取精馏和加氢、分离后制得异丁烷产品;饱和碳四原料经加氢、分离后得到异丁烷产品。
具体包括以下步骤:
(a)不饱和碳四气化后进入萃取精馏塔进行萃取精馏,塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入加氢进出料换热器;
(b)由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔,塔顶得到的碳四烯烃,再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品;
(c)由界外来的饱和碳四(如:炼厂来的液化气等饱和碳四等)与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合后经加氢进出料换热器换热后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H2S和NH3;
(d)由汽提塔釜采出的循环溶剂作为热源依次经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后经溶剂冷却器冷却至40~60℃后与萃取精馏塔上部连接;同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔;
(e)由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器换热后送去溶剂回收塔;
(f)由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40~75℃后分两路,一路作为回流返回溶剂回收塔顶部,另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部;
(g)加氢反应器底部出料经进出料换热后进入加氢分离装置,分离出的氢气返回加氢反应器,加氢分离装置底部物料进入稳定塔;
(h)稳定塔底部物料进入脱轻塔,通过精馏,塔顶脱除碳二、碳三等轻组分,塔釜连接异丁烷成品塔;通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。
萃取精馏的溶剂可采用现有技术中通常采用的,如选乙腈水溶液、N-甲基吡咯烷酮水溶液中的至少一种。
步骤(c)中,碳四物料经加热至160~225℃后进入加氢反应器。
步骤(g)中,当加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐时,加氢反应器底部出料经进出料换热降温至50~100℃后进入加氢热分离罐;
当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时,加氢反应器底部物料经换热后,再经加氢后冷器冷却至35~45℃后进入加氢分离罐。
可采用以下技术方案:
(a)不饱和碳四经完全气化后进入萃取精馏塔,通过加入溶剂进行萃取精馏,塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入加氢进出料换热器;
(b)由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔,塔顶得到的碳四烯烃再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品;
(c)由汽提塔底部采出的循环溶剂经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料蒸发罐预热器换热后,最后经溶剂冷却器冷却至40~60℃返回萃取精馏塔上部作为溶剂进料;同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔;
(d)由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器加热至60~100℃后送去溶剂回收塔;
(e)由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40~75℃后分两路,一路作为回流返回溶剂回收塔顶部,另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部;
(f)由界外来的饱和碳四与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合进入加氢进出料换热器,预热至140~180℃后再经加氢进料加热器升温至160~225℃,最后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H2S和NH3;
(g)加氢反应器底部出料经与加氢进料换热后降温至50~100℃后可有两种方式,一种先经加氢后冷器冷却至35~45℃后进入加氢分离罐经过气液分离,顶部气相连接压缩机吸入罐,底部液相连接稳定塔;另一种方式为先进入加氢热分离罐进行气液分离,顶部气相经过加氢后冷却器冷却至35~45℃后进入加氢冷分离罐,冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐,底部连接加氢热分离罐,加氢热分离罐底部液相连接稳定塔。
加氢分离罐或加氢冷分离罐顶部气相大部分作为循环氢气返回加氢反应进料,并通过泄放管线维持循环氢***内非氢气体含量稳定。
(h)新鲜氢气自界外与压缩机吸入罐顶气体合并进入压缩机,经压缩机增压后与碳四混合物一起进入加氢进出料换热器;
(i)由加氢热分离罐底部物料进入稳定塔,通过精馏分离,塔顶脱除H2S,NH3等不凝气,底部物料进入脱轻塔,脱轻塔顶脱除碳二、碳三等轻组分,脱轻塔釜连接异丁烷成品塔,通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。
本发明所采用催化剂为镍系或钯系加氢催化剂。
本发明的各设备的工艺条件可采用现有技术中通常采用的工艺条件,本发明中,可优选采用以下工艺条件:
加氢反应器为固定床反应器,反应器入口温度为180~220℃,压力为1.5~4.5MpaG,反应温升为2~30℃,氢油比为0.2~5(摩尔比),液体体积空速为0.5~6h-1;
萃取精馏塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:40~60℃,塔板数100~150,回流比1~10,溶剂比5~10;
汽提塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:40~60℃,塔板数30~80,回流比1~10;
烷烃水洗塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:35~50℃,塔板数30~90,塔内件为筛板或填料;
烯烃水洗塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:35~50℃,塔板数30~90,塔内件为筛板或填料;
溶剂回收塔操作压力:0.005~0.1MPaG,塔顶操作温度:60~120℃,塔板数20~80,回流比1~10;
稳定塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:-20~100℃,塔板数20~80,全回流操作;
脱轻塔操作压力:1~3MPaG,塔顶操作温度:20~60℃,塔板数60~150,回流比5~20;
异丁烷成品塔操作压力:0.1~1MPaG,塔顶操作温度:20~60℃,塔板数80~150,回流比1~10。
本发明的特点是:
1)采用乙腈和水的混合溶剂分离丁烷与丁烯;
2)萃取精馏塔和汽提塔均在加压下操作,塔顶温度45℃左右;
3)溶剂对碳四溶解性好,塔内基本无双液相;
4)溶剂粘度小,塔内基本无发泡现象;
5)通过加氢将不饱和烯烃全部转化为饱和烃,将原料有机硫氮等杂质转化为H2S和NH3进行脱除,避免了对产品的影响;
6)通过合理设置换热顺序,最大程度上回收能量,降低***能耗,提高了装置的经济效益,通过循环溶剂换热和溶剂回收塔回收热量,节省能耗15%以上;
7)通过较优的分离流程最大程度减少异丁烷的损失率,同时通过适宜的操作参数使塔釜温度均低于130℃,塔顶温度45℃左右,采用较廉价的低压蒸汽和循环冷却水即可换热,无需外部介入高等级的蒸汽和高品质的冷冻水
8)本发明通过将萃取精馏和加氢工艺进行组合,原则上可以处理所有炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四。
具体实施方式
下面结合实施例,进一步说明本发明。
如图1所示,一种制备异丁烷的***。
包括:萃取精馏塔2、烷烃水洗塔8、汽提塔9、烯烃水洗塔12、溶剂回收塔14、加氢反应器17、加氢进出料换热器18、加氢进料加热器19、加氢热分离罐22、加氢后冷器20、加氢冷分离罐23、稳定塔26、脱轻塔29、异丁烷成品塔32;
所述萃取精馏塔2顶部连接烷烃水洗塔8,萃取精馏塔2底部连接汽提塔9;汽提塔9顶部连接烯烃水洗塔12,汽提塔9底部与萃取精馏塔2上部连接;
所述烷烃水洗塔8顶部连接加氢进出料换热器18、加氢进料加热器19后连接加氢反应器17上部;
所述加氢反应器17底部连接加氢进出料换热器18后连接加氢热分离罐22,加氢热分离罐22顶部依次连接加氢后冷器20、加氢冷分离罐23、压缩机吸入罐24、压缩机25后与碳四进料管线合并后连接加氢进出料换热器18,加氢热分离罐22底部连接稳定塔26;稳定塔26底部连接脱轻塔29,脱轻塔底部连接异丁烷成品塔32。
所述萃取精馏塔2下部分别设置有萃取蒸汽再沸器4、萃取溶剂再沸器5和萃取中间再沸器6;萃取精馏塔2顶部设置有顶部冷凝器3;所述异丁烷成品塔32下部设置中间再沸器33;
汽提塔9底部依次连接萃取溶剂再沸器5、萃取中间再沸器6、原料预热器1、溶剂冷却器7后与萃取精馏塔2上部连接。
烷烃水洗塔8和烯烃水洗塔12底部连接溶剂回收塔14,溶剂回收塔14顶部依次连接异丁烷成品塔中间再沸器33和溶剂回收塔冷凝器15,溶剂回收塔冷凝器15出口管线分成两路:一路返回溶剂回收塔14上部,另一路连接萃取精馏塔2上部。
所述加氢进料加热器为加热炉。
(a)不饱和碳四经完全气化后进入萃取精馏塔,通过加入溶剂进行萃取精馏,塔顶得到的碳四烷烃经过烷烃水洗塔脱除溶剂后进入加氢进出料换热器;
(b)由萃取精馏塔底部采出碳四烯烃与溶剂的混合物进入汽提塔,塔顶得到的碳四烯烃再经烯烃水洗塔脱除溶剂后得到碳四单烯烃产品;
(c)由汽提塔底部得到富含溶剂的物料经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后,最后经溶剂冷却器冷却至40~60℃后返回萃取精馏塔顶部作为溶剂进料;同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔;
(d)界外来的饱和碳四与由烷烃水洗塔顶部采出物料混合进入加氢进出料换热器预热至160℃后再经加热炉升温至200℃,最后进入加氢反应器将少量单烯烃和双烯烃加氢饱和并将微量有机硫氮转化为H2S和NH3;
(e)由汽提塔釜采出的循环溶剂作为热源依次经过萃取溶剂再沸器、萃取中间再沸器、原料预热器换热后经溶剂冷却器冷却至40~60℃后与萃取精馏塔上部连接;同时循环溶剂抽出一小股送去溶剂回收塔;
(f)由烷烃水洗塔、烯烃水洗塔底部采出的溶剂与水的混合物连同循环溶剂抽出的小股物料合并经溶剂回收塔进出料换热器换热后送去溶剂回收塔;
(g)由溶剂回收塔顶部气相物料经与异丁烷成品塔中间再沸器换热后由溶剂回收塔冷凝器冷却至40~75℃后分两路,一路作为回流返回溶剂回收塔顶部,另一路作为溶剂送去萃取精馏塔上部;
(h)加氢反应器底部出料经与加氢进出料换热器换热后降温至80℃后送入加氢热分离罐;
加氢热分离罐分离出的液相产物经进入稳定塔,罐顶部气相先经加氢后冷器冷却至40℃后进入加氢冷分离罐进一步闪蒸;
加氢冷分离罐底部液相产物返回加氢热分离罐,顶部气相大部分作为循环氢气返回加氢反应进料,并通过泄放管线维持循环氢***内非氢气体含量稳定。
(i)自界外来的新鲜氢气与压缩机吸入罐顶部循环氢合并,再经压缩机增压后与碳四混合物一起进入加氢进出料换热器;
(j)加氢热分离罐底部物料进入稳定塔,通过精馏塔顶脱除H2S,NH3等不凝气,底部物料进入脱轻塔;脱轻塔顶脱除碳二、碳三等轻组分,塔釜物料进入异丁烷成品塔;通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品。
所述加氢反应器为固定床反应器,反应器入口温度为200℃,压力为2.5MpaG,反应温升为5℃,氢油比为1.1(摩尔比),液体体积空速为2.0h-1。
萃取精馏塔操作压力:0.45MPaG,塔顶操作温度:45℃,塔板数120,回流比3,溶剂比7.5;
汽提塔操作压力:0.34MPaG,塔顶操作温度:45℃,塔板数50,回流比2;
烷烃水洗塔操作压力:0.4MPaG,塔顶操作温度:40℃,塔板数60,塔内件为筛板;
烯烃水洗塔操作压力:0.4MPaG,塔顶操作温度:40℃,塔板数60,塔内件为筛板;
溶剂回收塔操作压力:0.01MPaG,塔顶操作温度:78℃,塔板数45,回流比3.5;
稳定塔操作压力:0.5MPaG,塔顶操作温度:40℃,塔板数50,全回流操作;
脱轻塔操作压力:1.45MPaG,塔顶操作温度:41℃,塔板数60,回流比12;
异丁烷成品塔操作压力:0.5MPaG,塔顶操作温度:45℃,塔板数120,回流比6。
采用如图1所示***,得到表2的结果。
结果表明,采用本发明的***和方法制异丁烷,异丁烷收率>98.5%,通过换热网络回收能量,节省能耗0.19kJ/t异丁烷。
表2