一种用异丁烷、丁烯烷基化反应制备异辛烷的生产线的制作方法

本发明涉及石油化工领域，具体涉及用异丁烷、丁烯反应制备异辛烷的生产线。

背景技术：

异丁烷与丁烯烷基化反应制备异辛烷，是目前制备异辛烷常见的方法。一般采用的工艺是，异丁烷－丁烯进料与装置循环异丁烷和冷剂一起进入反应器，在硫酸的催化作用下，异丁烷和丁烯发生烷基化反应，生成烷基化油。

异丁烷与丁烯烷基化反应较复杂，主反应符合正碳离子链式反应机理，异丁烷与丁烯加成为异辛烷，副反应主要有自聚、断裂、异构化、酯化等反应。主反应如下：

1、C₄H₈ + H₂SO₄ →（C₄H₉）HSO₄

2、（C₄H₉）HSO₄ + C₄H₁₀ → C₈H₁₈ + H₂SO₄

得到异辛烷产品，需要异丁烷与丁烯摩尔比1:1参与反应，但在实际操作中为了使丁烯完全反应，并减少烯烃发生自聚等副反应，需保证烷基化反应器中的异丁烷与丁烯摩尔比为7-14:1。系统正常生产中，从上述可知，烷基化反应器中的异丁烷，一是来自经过C201及C202分离后返回的用于循环的异丁烷，二是来自进料，目前，大多数企业采用的进料方式是，一路为混合烯烃，另一路为高纯度的异丁烷，两路原料在原料缓冲罐中混合后进入原料预处理工段，预处理后进入烷基化反应器。

上述的进料方式存在以下三个问题：

第一、高纯度的异丁烷进入原料预处理塔（脱轻烃塔），不仅会增加塔的蒸汽用量，还会带来从原料缓冲罐至进入烷基化反应器前的所有设备体积扩大一倍以上，这无疑将会大大增加企业的投资成本；同时，由于烷基化反应需要在低于6摄氏度中进行，因此，通过脱轻烃塔后的外送物料温度大约46摄氏度，还需要消耗系统中的能量对其进行冷却。对于原料异丁烷而言，消耗热能升高温度，再消耗冷源降低温度，并不是烷基化反应的需要，可见，这种加料方式存在严重不合理性。

第二，在系统正常运行中，烷基化反应后的流出物，经过C201及C202分离过程，部分异丁烷会被异辛烷及正丁烷带出系统，因此，从原料端加入的异丁烷除用与丁烯反应的消耗外，还有一部分被后续分离系统消耗掉，而分离系统消耗的这部分异丁烷，会因不可控因素有时多一些有时则少一些，这样就要求原料端添加异丁烷的量，既要与丁烯按摩尔1:1进料，又要求实时根据后续异丁烷的回流循环量的多少进行调整，方能保证在烷基化反应器中的异丁烷与丁烯摩尔比为1:1。但由于中间设备多（D105、C101、E104、E201、D201）、流程长且体积大，对烷基化反应器中的异丁烷的量无法做到及时调整，由于不能做到及时调整，因此，会造成异丁烷的摩尔比不在设计要求的范围内，使产出物杂质含量高，甚至导致产品不合格，更有甚者造成停车的事故。

第三、原料在进入烷基化反应器前，需要对原料进行预处理，其中的脱轻烃单元脱除原料中碳三及以下的轻组分，使烷基化反应后的碳三及以下轻组分在压缩冷却系统中的含量维持在3%-6%适当的范围。如果碳三及以下轻组分含量太高（超过6%以上，高的原因是原料中轻组分太多或者脱轻烃塔操作问题等均会造成轻组分脱出不干净），会造成压缩机制冷效果差，导致电耗增加，同时，未脱除的轻组分不仅会在压缩系统的冷剂罐中富集，造成压缩机系统出口压力增大影响降温效果并增加电耗，而且部分碳三被带入后路脱异丁烷塔及脱正丁烷塔，会造成塔顶压力升高，导致分馏时蒸汽能耗增大。目前同行业的普遍做法，一是从冷剂罐顶部中将碳三及以下轻组分引出，放火炬烧掉，这无疑将造成资源浪费及环境污染；二是将其直接送入厂区的焚烧炉燃烧，这个方案弊端是，因燃气是酸性会造成燃烧设备的腐蚀，同时，由于组分中含有35-40﹪异丁烷、丁烯也造成资源浪费。

技术实现要素：

本发明要解决的技术问题是提供一种用异丁烷、丁烯反应制备异辛烷的生产线，克服现有技术存在的、不能保证异丁烷在与烯烃烷基化反应时的设计配比，以及能耗高、资源浪费、环境污染等缺陷。

本发明通过以下技术方案实现：

一种用异丁烷、丁烯反应制备异辛烷的生产线，包括依次连通于烷基化反应器进料端的原料脱水器D201、原料-流出物换热器E201AC、反应器进料换热器E104、脱轻烃塔C101、丁烯原料进料加热器E101、丁烯原料缓冲罐D101；

还包括依次连通于烷基化反应器出料端的闪蒸罐D203、流出物酸洗罐D209、流出物碱洗罐D210、流出物水洗罐D211、烷基化油-脱异丁烷塔进料换热器E213、脱异丁烷塔C201、脱正丁烷塔C202、换热器、成品油罐；其中脱异丁烷塔C201上部连通脱异丁烷塔回流罐D212、脱异丁烷塔回流泵P209A/B，所述脱异丁烷塔回流泵P209A/B将循环异丁烷通过管路经流出物换热器E201AC、原料脱水器D201送回烷基化反应器；

所述闪蒸罐D203的顶部连通压缩机，闪蒸罐D203内顶部的气相组分输出经压缩后进入冷剂灌D204，所述冷剂灌D204底部通过管路将物料输送经过冷剂冷却器D203AB，再通过管路连通闪蒸罐D203的顶部送回闪蒸罐D203闪蒸吸热；

异丁烷储罐通过第一管路连通异丁烷塔回流罐D212，所述第一管路设有控制阀；所述冷剂罐顶部连通有第二管路，所述第二管路将冷剂罐顶部富集的含有35-40﹪丁烯和异丁烷的、酸性轻组分气体输送至轻组分碱洗灌D220，经碱洗后再流经水洗罐D221水洗，流出水洗罐D221的轻组分气体通过第三管路连通丁烯原料缓冲罐D101。

本发明进一步改进方案是，所述烷基化反应器设有两个，分别是第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B，所述第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B与原料脱水器D201通过第一三通管分别连通；

所述脱异丁烷塔回流泵P209A/B，将脱异丁烷塔回流罐D212内的原料异丁烷、循环异丁烷泵出，经第六管路输出，与丁烯原料输料第五管路，通过第二三通管连通原料-流出物换热器E201AC。

本发明进一步改进方案是，所述轻组分碱洗灌D220、水洗灌D221分别设有碱、水循环泵P220AB、P221AB。经碱洗后的轻组分气体通过第三管路（3）连通于丁烯原料缓冲罐D101底部，第三管路（3）上设有轻组分泵P222AB。

第一管路、第二管路、第五管路、第六管路上分别设有控制阀。

本发明与现有技术相比具有以下突出优点

一、本发明将异丁烷原料，通过第一管路连通异丁烷塔回流罐D212，与异丁烷塔流出的循环异丁烷一起送入烷基化反应器。（1）因没有中间设备，具有流程短，可及时对烷基化反应器内的异丁烷和丁烯的摩尔比进行调整，确保烷基化反应中异丁烷与丁烯摩尔比在规定的范围之内，从而保证生产的正常运行；（2）与现有技术相比，由于进料端所有设备，只承担丁烯的处理，因此，进入反应器前的设备负荷降低，换热等效果得到极大改善，大大降低了生产成本；（3）由于本发明进入烷基化反应器的异丁烷原料，既不需要无理由的加热，也不需要与冷源换热（这里是指换掉额外增加的热）导致的两次能源浪费，本发明经过运行试验，以年产20万吨异辛烷计，蒸汽能耗每小时降低2吨，电耗每小时降低约200KW，年可节约能源消耗288万元。

二、由于冷剂罐顶部富集的酸性轻组分气体中含有约40%异丁烷、丁烯，本发明将冷剂罐顶部富集的酸性轻组分气体输送至碱洗灌D220碱洗后的轻组分气体送入丁烯原料缓冲罐D101，作为原料重新进入系统，可回收其中的异丁烷和丁烯、以及轻组分，既避免现有技术采用焚烧的方法污染环境，又节约了资源、降低了企业的生产成本。本发明经过运行试验，以年产20万吨异辛烷计，压缩机电耗每天节省2000度电，年可节电百万元；同时，回收了原料，年可为企业节省原料费数百万元。

附图说明

图1为本发明工艺流程图。

具体实施方式

如附图所示，一种用异丁烷、丁烯反应制备异辛烷的生产线，包括依次连通于烷基化反应器进料端的原料脱水器D201、原料-流出物换热器E201AC、反应器进料换热器E104、脱轻烃塔C101、丁烯原料进料加热器E101、丁烯原料缓冲罐D101；

还包括依次连通于烷基化反应器出料端的闪蒸罐D203、流出物酸洗罐D209、流出物碱洗罐D210、流出物水洗罐D211、烷基化油-脱异丁烷塔进料换热器E213、脱异丁烷塔C201、脱正丁烷塔C202、换热器、正丁烷成品油罐；其中脱异丁烷塔C201上部连通脱异丁烷塔回流罐D212、脱异丁烷塔回流泵P209A/B，所述脱异丁烷塔回流泵P209A/B将循环异丁烷通过管路经流出物换热器E201AC、原料脱水器D201送回烷基化反应器；

所述闪蒸罐D203的顶部连通压缩机，闪蒸罐D203内顶部的气相组分输出经压缩后进入冷剂灌D204，所述冷剂灌D204底部通过管路将物料输送经过冷剂冷却器D203AB，再通过管路连通闪蒸罐D203的顶部送回闪蒸罐D203闪蒸吸热；

异丁烷原料通过第一管路1连通异丁烷塔回流罐D212，第一管路1设有控制阀。异丁烷塔回流罐D212设有液位计，根据液位计的显示，确定是否打开第一管路1上的控制阀补加异丁烷。

所述冷剂罐顶部连通有第二管路2，所述第二管路2将冷剂罐顶部富集的含有35-40﹪丁烯和异丁烷的、酸性轻组分气体输送至轻组分碱洗灌D220，经碱洗后再流经水洗罐D221水洗（碱洗罐与水洗罐通过管道连通），流出水洗罐D221的轻组分气体通过第三管路3连通丁烯原料缓冲罐D101（流出水洗罐D221的轻组分气体呈中性），所述第三管路3上设有轻组分泵P222AB。所述轻组分碱洗灌D220、水洗灌D221分别设有碱、水循环泵P220AB、P221AB。第二管路2设有控制阀。

碱洗灌D220还设有碱液补料管、废碱排出管（该两个管图中未示出），碱水的 PH 值在 8-10 之间。水洗灌D221与水管连通，设有废液排出管（该两个管图中未示出）。

所述烷基化反应器设有两个，分别是第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B，所述第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B与原料脱水器D201通过第一三通管4分别连通。

所述脱异丁烷塔回流泵P209A/B，将脱异丁烷塔回流罐D212内的原料异丁烷、循环异丁烷泵出，经第六管路6输出，与丁烯原料输料第五管路7通过第二三通管5连通原料-流出物换热器E201AC，再经原料脱水器D201送回烷基化反应器。

所述闪蒸罐D203的罐底部连通冷剂循环泵P202AB，冷剂循环泵P202AB的冷剂输出管通过第一三通管4分别连通第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B的进料端。

流出物酸洗罐D209下部分别与第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B的进料端连通，为烷基化反应器补酸。第一烷基化反应器R201A、第二烷基化反应器R201B的反应腔分别连通酸沉降罐D202A，经酸沉降罐D202A沉降后的半成品烷基化油回送至烷基化反应器的出料端，酸回送至烷基化反应器的进料端。

本发明运行过程：

两个烷基化反应器进料、出料为并联，因此，仅以其中一个反应器描述物料从进料到出料的运行过程。

丁烯原料经水洗、脱水后进入丁烯原料缓冲罐D101，由泵P101AB泵出经与脱轻烃塔C101流出物换热后（与反应器进料换热器E104换热）、再经过进料加热器E101加热、进入脱轻烃塔C101。脱轻烃塔C101顶部连通脱轻烃塔冷凝器E103AB, 冷凝后的物料流入脱轻烃塔回流罐D103，回流罐D103通过泵与脱轻烃塔C101连通。

脱轻烃后的丁烯，经反应器进料换热器E104与丁烯原料换热后，经第五管路7输出与原料异丁烷、循环异丁烷输料第六管路6连通第二三通管5，经第二三通管5输出，再经原料-流出物换热器E201AC换冷（11℃左右）、原料脱水器D201脱水（脱水后的原料中的游离水含量降至 10ppm（重）），经第一三通管4后与来自闪蒸罐D-203的循环冷剂混合，使温度降低至约 3.0℃后分两路分别进入烷基化反应器。反应器是装有内循环夹套、取热管束和搅拌叶轮的压力容器，为 STRATCO 公司专利产品。

反应完全的催化剂-烃乳化液经一上升管直接进入催化剂沉降器（图中未示出），并在此进行催化剂和烃类的沉降分离，分出的催化剂循下降管返回反应器重新使用。从催化剂沉降器分出的烃相经压力控制阀降压后，流经反应器内的取热管束部分汽化，吸收热量脱除反应热。烷基化反应器中的汽-液混合物从出料端输出进入闪蒸罐D203。闪蒸罐D-203是一台带有中间隔板并有共同分离空间的卧式容器（市场购得）。 隔板一侧供反应流出物进行气液分离，另一侧供循环冷剂进行汽-液分离。

闪蒸罐D203流出物用流出物泵P-201AB抽出, 经流出物换热器E201AC与原料丁烯换冷后，进入流出物酸洗罐D209、流出物碱洗罐D210、流出物水洗罐D211，流出水洗罐D211后的物料，经过烷基化油-脱异丁烷塔进料换热器E213换热后进入脱异丁烷塔C201。所述脱异丁烷塔C201顶部连通脱异丁烷冷凝器A202，经冷凝后的异丁烷进入异丁烷塔回流罐D212（如图1所示，原料异丁烷通过第一管路1补入该回流罐D212），与回流罐D212连通的脱异丁烷塔回流泵P209A/B，将原料异丁烷、循环异丁烷通过第六管路6输出与第五管路7输出的丁烯原料，经第二三通管5输出。

脱异丁烷塔C201底部流出的物料进入脱正丁烷塔C202，脱正丁烷塔C202上部的物料经过正丁烷冷凝器E211送入脱正丁烷塔回流罐D214，与脱正丁烷塔回流罐D214连通的脱正丁烷塔回流泵P210AB将正丁烷送入罐区。

脱正丁烷塔C202底部流出的成品油，经烷基化油成品泵P211AB泵出，经过与烷基化油-循环碱水换热器E205AB换热后，再经烷基化油-脱异丁烷塔进料换热器E213换热、烷基化油冷却器E214AB换热后送入罐区。

从闪蒸罐D203气相空间出来的烃类气体进入压缩机一级入口， 补充进入二级入口的气体来自节能罐D-207 顶部。 上述气体经压缩机压缩至 8.2kg/cm2 (a)后经冷剂空冷器 A-201冷凝，冷凝的烃类液体进入冷剂罐D-204。该液体的绝大部分经冷却器E-202AB冷却后进入节能罐D-207，并在节能罐的压力下闪蒸，富含液化气的气体返回压缩机二级入口，节能罐流出的液体去闪蒸罐， 经降压闪蒸使冷剂温度降低至-10℃左右，用循环冷剂泵P202AB抽出送至反应器入口循环。

冷剂罐D-204顶部富集的含有35-40﹪丁烯和异丁烷的、酸性轻组分气体输送至轻组分碱洗灌D220，经碱洗后再流经水洗罐D221水洗，流出水洗罐D221的轻组分气体通过第三管路3送入丁烯原料缓冲罐D101底部（便于与原料丁烯充分混合）。