CN215691754U - 一种硫酸烷基化反应产物的分离*** - Google Patents

Abstract

本实用新型提供一种硫酸烷基化反应产物的分离***，该分离***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)，还可以包括第三再沸器(H3)；通过上升蒸汽管线和回流液管线将第一精馏塔与第二精馏塔进行热量的耦合。原料从第一精馏塔(T1)中下部进入塔内，塔底分离得到合格的烷基化油产品，在第二精馏塔(T2)的塔顶得到合格的循环用异丁烷，塔底得到合格的正丁烷产品。该分离***与现有工艺流程相比，可以减少部分设备，减少占地；第二再沸器(H2)和第三再沸器(H3)可以采用低品质的凝结水或者低温热水作为热源，节省蒸汽等高品质加热介质用量，降低操作费用。

Description

一种硫酸烷基化反应产物的分离***

技术领域

本实用新型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***。

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***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。由于蒸汽属于高品质加热介质，导致装置操作费用较高。

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***，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，提出本申请。

实用新型内容

本实用新型的目的在于提供一种硫酸烷基化反应产物的分离***，旨在通过热量耦合，简化工艺流程，减少设备数量和占地面积，降低操作费用。

本实用新型的技术方案概述如下：

一种硫酸烷基化反应产物的分离***，包括第一精馏塔(T1)、第一再沸器(H1)、第二精馏塔(T2)、冷凝器(E1)和第二再沸器(H2)；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)塔顶的气相物料出料口与第二精馏塔(T2)的进料口相连接，第二精馏塔(T2)的进料口上方的回流液出料口与第一精馏塔(T1)塔顶的液相物料回流口相连接；第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽出口与冷凝器(E1)入口相连，冷凝器(E1)出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔(T2)的液相物料回流口，另一路作为循环用异丁烷出料管线；第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)塔釜通过管线连接，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。

公用工程条件具备时，该分离装置还可以包括第三再沸器(H3)；第三再沸器(H3)位于第三再沸器(H3)位于第一精馏塔(T1)的提馏段中上部，第三再沸器(H3)的进料口用于将第一精馏塔(T1)中的液相物料输送至第三再沸器(H3)中，出料口用于将物料从第三再沸器(H3)中输送回第一精馏塔(T1)中。

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(或重组分)组成的混合物分离得到三个产品的分离过程。

本实用新型实施例的有益效果是：

与现有工艺相比，本实用新型减少了第一精馏塔塔顶冷凝器、回流罐、回流泵等，减少占地面积。同时第二精馏塔塔底再沸器、第一精馏塔提馏段中间再沸器温度较低，可以采用低品质的凝结水或者低温热水作为热源，节省蒸汽等高品质热源用量，降低操作费用。

附图说明

为了更清楚地说明本实用新型实施例的技术方案，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实用新型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为现有技术中硫酸烷基化反应产物分离流程图；

图2为本实用新型实施例1提供的硫酸烷基化反应产物分离***流程图；

图3为本实用新型实施例2提供的硫酸烷基化反应产物分离***流程图。

附图编号：第一精馏塔-T1；第二精馏塔-T2；冷凝器-E1；第一再沸器-H1；第二再沸器-H2；第三再沸器-H3。

具体实施方式

为使本实用新型实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合本实用新型实施例中的附图，对本实用新型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实用新型的部分实施例，而不是全部。通常在此处附图中描述和示出的本实用新型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实用新型的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本实用新型的范围，而是仅仅表示本实用新型的选定实施例。基于本实用新型中的实施例，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，都属于本实用新型保护的范围。

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。

在本实用新型的描述中，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实用新型中的具体含义。

本实用新型提供一种硫酸烷基化反应产物的分离***，用于硫酸烷基化反应产物的分离。具体实施方式是这样的：

实施例可以采用本实用新型提供的图2所示的硫酸烷基化反应产物分离装置，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)。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)塔顶的气相物料出料口与第二精馏塔(T2)的进料口相连接，第二精馏塔(T2)的进料口上方的回流液出料口与第一精馏塔(T1)塔顶的液相物料回流口相连接；第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽出口与冷凝器(E1)入口相连，冷凝器(E1)出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔(T2)的液相物料回流口，另一路作为循环用异丁烷出料管线。第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)塔釜通过管线连接，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。

当低品质热源(热媒水或凝结水等低温热源)充裕时，该分离***还可以包括第三再沸器H3，参见图3；第三再沸器(H3)位于第三再沸器(H3)位于第一精馏塔(T1)的提馏段中上部，第三再沸器(H3)的进料口用于将第一精馏塔(T1)中的液相物料输送至第三再沸器(H3)中，出料口用于将物料从第三再沸器(H3)中输送回第一精馏塔(T1)中。

具体实施时，第一精馏塔T1的理论塔板数为20-60，第二精馏塔T2的理论塔板数为30-100。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，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℃，塔顶压力为0.42-0.6MPa(g)，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℃。

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的加热介质可以用低压蒸汽、导热油、凝结水、热媒水等低温热水，优选热媒水或凝结水等低温廉价热源。

具体实施时，当进料组成中含有轻组分时，塔顶可以采出不凝组分，异丁烷出料口位于隔板精馏塔T1塔顶向下2-10块塔板的位置。

具体实施时，当采用高品位的冷却介质时，可以常压操作或者减压操作，分离流程与装置仍然可用。分离操作条件由组成和具体冷却介质条件来确定。

以下结合实施例对本实用新型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1

本例采用本实用新型所提供分离装置进行分离，采用图2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。第二再沸器H2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65℃。冷凝器E1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℃。

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优化位置进料，采用合适的塔结构、优化操作条件，产品质量完全合格。

经计算：第一再沸器H1耗用蒸汽量为11.36吨/时，第二再沸器H2耗用凝结水为176.37吨/时，冷凝器E1冷却水消耗量为1274.57吨/时，合计操作费用为4290.2元/时。

实施例2

本例采用热耦合与热泵组合分离工艺的优选方式进行分离，采用图3所示工艺流程。第三再沸器H3的加热介质采用凝结水，入口温度110℃，出口温度70℃。

经计算：第一再沸器H1耗用蒸汽量为9.07吨/时，第二再沸器H2耗用凝结水为176.37吨/时，第三再沸器H3耗用凝结水为30.01吨/时，冷凝器E1冷却水消耗量为1274.57吨/时，合计操作费用为4132.2元/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的质量流率进入分离装置，采用合适的塔结构、优化操作条件，产品质量完全合格。

经计算：精馏塔T1的耗用蒸汽量为20.59吨/时，精馏塔T2的耗用蒸汽量为3.42吨/时；精馏塔T1的冷却水耗量为1066.32吨/时，精馏塔T2的冷却水耗量为148.02吨/时；合计操作费用为5016.5元/时。

将实施例1、实施例2与对比例1的操作费用进行对比，如表1所示：

表1操作费用测试结果

对比项	对比例1	实施例1	实施例2
				操作费用(元/时)	5016.5	4290.2	4132.2

通过上表可以看出：采用本实用新型实施例提供的新型分离装置进行分离的实施例1与采用现有常规精馏塔直接序列方式分离的工艺进行分离的对比例1相比，明显降低操作费用。若采用优选方案的实施例2，增加中间再沸器，进一步节省了操作费用。

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

Claims (5)

1.一种硫酸烷基化反应产物的分离***，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)和第二再沸器(H2)；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)塔顶的气相物料出料口与第二精馏塔(T2)的进料口相连接，第二精馏塔(T2)的进料口上方的回流液出料口与第一精馏塔(T1)塔顶的液相物料回流口相连接；第二精馏塔(T2)的塔顶蒸汽出口与冷凝器(E1)入口相连，冷凝器(E1)出口管线一分为二，一路连接至第二精馏塔(T2)的液相物料回流口，另一路作为循环用异丁烷出料管线；第二再沸器(H2)液相进口与第二精馏塔(T2)塔釜通过管线连接，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。

2.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，该分离***还包括第三再沸器(H3)；第三再沸器(H3)位于第三再沸器(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，出料口用于将物料从第三再沸器(H3)中输送回所述第一精馏塔(T1)中。

3.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，第一精馏塔(T1)的理论塔板数为20-60，第二精馏塔(T2)的理论塔板数为30-100。

4.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，两个常规精馏塔为板式塔、填料塔或者两者的任意组合。

5.根据权利要求1所述的分离***，其特征在于，当进料组成中含有轻组分时，塔顶采出不凝组分，异丁烷出料口位于隔板精馏塔T1塔顶向下2-10块塔板的位置。

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