一種用異丁烷、丁烯烷基化反應製備異辛烷的生產線的製作方法
2023-10-27 16:31:03 1
本發明涉及石油化工領域，具體涉及用異丁烷、丁烯反應製備異辛烷的生產線。
背景技術：
異丁烷與丁烯烷基化反應製備異辛烷，是目前製備異辛烷常見的方法。一般採用的工藝是，異丁烷－丁烯進料與裝置循環異丁烷和冷劑一起進入反應器，在硫酸的催化作用下，異丁烷和丁烯發生烷基化反應，生成烷基化油。
異丁烷與丁烯烷基化反應較複雜，主反應符合正碳離子鏈式反應機理，異丁烷與丁烯加成為異辛烷，副反應主要有自聚、斷裂、異構化、酯化等反應。主反應如下：
1、C4H8 + H2SO4 →（C4H9）HSO4
2、（C4H9）HSO4 + C4H10 → C8H18 + H2SO4
得到異辛烷產品，需要異丁烷與丁烯摩爾比1:1參與反應，但在實際操作中為了使丁烯完全反應，並減少烯烴發生自聚等副反應，需保證烷基化反應器中的異丁烷與丁烯摩爾比為7-14:1。系統正常生產中，從上述可知，烷基化反應器中的異丁烷，一是來自經過C201及C202分離後返回的用於循環的異丁烷，二是來自進料，目前，大多數企業採用的進料方式是，一路為混合烯烴，另一路為高純度的異丁烷，兩路原料在原料緩衝罐中混合後進入原料預處理工段，預處理後進入烷基化反應器。
上述的進料方式存在以下三個問題：
第一、高純度的異丁烷進入原料預處理塔（脫輕烴塔），不僅會增加塔的蒸汽用量，還會帶來從原料緩衝罐至進入烷基化反應器前的所有設備體積擴大一倍以上，這無疑將會大大增加企業的投資成本；同時，由於烷基化反應需要在低於6攝氏度中進行，因此，通過脫輕烴塔後的外送物料溫度大約46攝氏度，還需要消耗系統中的能量對其進行冷卻。對於原料異丁烷而言，消耗熱能升高溫度，再消耗冷源降低溫度，並不是烷基化反應的需要，可見，這種加料方式存在嚴重不合理性。
第二，在系統正常運行中，烷基化反應後的流出物，經過C201及C202分離過程，部分異丁烷會被異辛烷及正丁烷帶出系統，因此，從原料端加入的異丁烷除用與丁烯反應的消耗外，還有一部分被後續分離系統消耗掉，而分離系統消耗的這部分異丁烷，會因不可控因素有時多一些有時則少一些，這樣就要求原料端添加異丁烷的量，既要與丁烯按摩爾1:1進料，又要求實時根據後續異丁烷的回流循環量的多少進行調整，方能保證在烷基化反應器中的異丁烷與丁烯摩爾比為1:1。但由於中間設備多（D105、C101、E104、E201、D201）、流程長且體積大，對烷基化反應器中的異丁烷的量無法做到及時調整，由於不能做到及時調整，因此，會造成異丁烷的摩爾比不在設計要求的範圍內，使產出物雜質含量高，甚至導致產品不合格，更有甚者造成停車的事故。
第三、原料在進入烷基化反應器前，需要對原料進行預處理，其中的脫輕烴單元脫除原料中碳三及以下的輕組分，使烷基化反應後的碳三及以下輕組分在壓縮冷卻系統中的含量維持在3%-6%適當的範圍。如果碳三及以下輕組分含量太高（超過6%以上，高的原因是原料中輕組分太多或者脫輕烴塔操作問題等均會造成輕組分脫出不乾淨），會造成壓縮機製冷效果差，導致電耗增加，同時，未脫除的輕組分不僅會在壓縮系統的冷劑罐中富集，造成壓縮機系統出口壓力增大影響降溫效果並增加電耗，而且部分碳三被帶入後路脫異丁烷塔及脫正丁烷塔，會造成塔頂壓力升高，導致分餾時蒸汽能耗增大。目前同行業的普遍做法，一是從冷劑罐頂部中將碳三及以下輕組分引出，放火炬燒掉，這無疑將造成資源浪費及環境汙染；二是將其直接送入廠區的焚燒爐燃燒，這個方案弊端是，因燃氣是酸性會造成燃燒設備的腐蝕，同時，由於組分中含有35-40﹪異丁烷、丁烯也造成資源浪費。
技術實現要素：
本發明要解決的技術問題是提供一種用異丁烷、丁烯反應製備異辛烷的生產線，克服現有技術存在的、不能保證異丁烷在與烯烴烷基化反應時的設計配比，以及能耗高、資源浪費、環境汙染等缺陷。
本發明通過以下技術方案實現：
一種用異丁烷、丁烯反應製備異辛烷的生產線，包括依次連通於烷基化反應器進料端的原料脫水器D201、原料-流出物換熱器E201AC、反應器進料換熱器E104、脫輕烴塔C101、丁烯原料進料加熱器E101、丁烯原料緩衝罐D101；
還包括依次連通於烷基化反應器出料端的閃蒸罐D203、流出物酸洗罐D209、流出物鹼洗罐D210、流出物水洗罐D211、烷基化油-脫異丁烷塔進料換熱器E213、脫異丁烷塔C201、脫正丁烷塔C202、換熱器、成品油罐；其中脫異丁烷塔C201上部連通脫異丁烷塔回流罐D212、脫異丁烷塔回流泵P209A/B，所述脫異丁烷塔回流泵P209A/B將循環異丁烷通過管路經流出物換熱器E201AC、原料脫水器D201送回烷基化反應器；
所述閃蒸罐D203的頂部連通壓縮機，閃蒸罐D203內頂部的氣相組分輸出經壓縮後進入冷劑灌D204，所述冷劑灌D204底部通過管路將物料輸送經過冷劑冷卻器D203AB，再通過管路連通閃蒸罐D203的頂部送回閃蒸罐D203閃蒸吸熱；
異丁烷儲罐通過第一管路連通異丁烷塔回流罐D212，所述第一管路設有控制閥；所述冷劑罐頂部連通有第二管路，所述第二管路將冷劑罐頂部富集的含有35-40﹪丁烯和異丁烷的、酸性輕組分氣體輸送至輕組分鹼洗灌D220，經鹼洗後再流經水洗罐D221水洗，流出水洗罐D221的輕組分氣體通過第三管路連通丁烯原料緩衝罐D101。
本發明進一步改進方案是，所述烷基化反應器設有兩個，分別是第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B，所述第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B與原料脫水器D201通過第一三通管分別連通；
所述脫異丁烷塔回流泵P209A/B，將脫異丁烷塔回流罐D212內的原料異丁烷、循環異丁烷泵出，經第六管路輸出，與丁烯原料輸料第五管路，通過第二三通管連通原料-流出物換熱器E201AC。
本發明進一步改進方案是，所述輕組分鹼洗灌D220、水洗灌D221分別設有鹼、水循環泵P220AB、P221AB。經鹼洗後的輕組分氣體通過第三管路（3）連通於丁烯原料緩衝罐D101底部，第三管路（3）上設有輕組分泵P222AB。
第一管路、第二管路、第五管路、第六管路上分別設有控制閥。
本發明與現有技術相比具有以下突出優點
一、本發明將異丁烷原料，通過第一管路連通異丁烷塔回流罐D212，與異丁烷塔流出的循環異丁烷一起送入烷基化反應器。（1）因沒有中間設備，具有流程短，可及時對烷基化反應器內的異丁烷和丁烯的摩爾比進行調整，確保烷基化反應中異丁烷與丁烯摩爾比在規定的範圍之內，從而保證生產的正常運行；（2）與現有技術相比，由於進料端所有設備，只承擔丁烯的處理，因此，進入反應器前的設備負荷降低，換熱等效果得到極大改善，大大降低了生產成本；（3）由於本發明進入烷基化反應器的異丁烷原料，既不需要無理由的加熱，也不需要與冷源換熱（這裡是指換掉額外增加的熱）導致的兩次能源浪費，本發明經過運行試驗，以年產20萬噸異辛烷計，蒸汽能耗每小時降低2噸，電耗每小時降低約200KW，年可節約能源消耗288萬元。
二、由於冷劑罐頂部富集的酸性輕組分氣體中含有約40%異丁烷、丁烯，本發明將冷劑罐頂部富集的酸性輕組分氣體輸送至鹼洗灌D220鹼洗後的輕組分氣體送入丁烯原料緩衝罐D101，作為原料重新進入系統，可回收其中的異丁烷和丁烯、以及輕組分，既避免現有技術採用焚燒的方法汙染環境，又節約了資源、降低了企業的生產成本。本發明經過運行試驗，以年產20萬噸異辛烷計，壓縮機電耗每天節省2000度電，年可節電百萬元；同時，回收了原料，年可為企業節省原料費數百萬元。
附圖說明
圖1為本發明工藝流程圖。
具體實施方式
如附圖所示，一種用異丁烷、丁烯反應製備異辛烷的生產線，包括依次連通於烷基化反應器進料端的原料脫水器D201、原料-流出物換熱器E201AC、反應器進料換熱器E104、脫輕烴塔C101、丁烯原料進料加熱器E101、丁烯原料緩衝罐D101；
還包括依次連通於烷基化反應器出料端的閃蒸罐D203、流出物酸洗罐D209、流出物鹼洗罐D210、流出物水洗罐D211、烷基化油-脫異丁烷塔進料換熱器E213、脫異丁烷塔C201、脫正丁烷塔C202、換熱器、正丁烷成品油罐；其中脫異丁烷塔C201上部連通脫異丁烷塔回流罐D212、脫異丁烷塔回流泵P209A/B，所述脫異丁烷塔回流泵P209A/B將循環異丁烷通過管路經流出物換熱器E201AC、原料脫水器D201送回烷基化反應器；
所述閃蒸罐D203的頂部連通壓縮機，閃蒸罐D203內頂部的氣相組分輸出經壓縮後進入冷劑灌D204，所述冷劑灌D204底部通過管路將物料輸送經過冷劑冷卻器D203AB，再通過管路連通閃蒸罐D203的頂部送回閃蒸罐D203閃蒸吸熱；
異丁烷原料通過第一管路1連通異丁烷塔回流罐D212，第一管路1設有控制閥。異丁烷塔回流罐D212設有液位計，根據液位計的顯示，確定是否打開第一管路1上的控制閥補加異丁烷。
所述冷劑罐頂部連通有第二管路2，所述第二管路2將冷劑罐頂部富集的含有35-40﹪丁烯和異丁烷的、酸性輕組分氣體輸送至輕組分鹼洗灌D220，經鹼洗後再流經水洗罐D221水洗（鹼洗罐與水洗罐通過管道連通），流出水洗罐D221的輕組分氣體通過第三管路3連通丁烯原料緩衝罐D101（流出水洗罐D221的輕組分氣體呈中性），所述第三管路3上設有輕組分泵P222AB。所述輕組分鹼洗灌D220、水洗灌D221分別設有鹼、水循環泵P220AB、P221AB。第二管路2設有控制閥。
鹼洗灌D220還設有鹼液補料管、廢鹼排出管（該兩個管圖中未示出），鹼水的 PH 值在 8-10 之間。水洗灌D221與水管連通，設有廢液排出管（該兩個管圖中未示出）。
所述烷基化反應器設有兩個，分別是第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B，所述第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B與原料脫水器D201通過第一三通管4分別連通。
所述脫異丁烷塔回流泵P209A/B，將脫異丁烷塔回流罐D212內的原料異丁烷、循環異丁烷泵出，經第六管路6輸出，與丁烯原料輸料第五管路7通過第二三通管5連通原料-流出物換熱器E201AC，再經原料脫水器D201送回烷基化反應器。
所述閃蒸罐D203的罐底部連通冷劑循環泵P202AB，冷劑循環泵P202AB的冷劑輸出管通過第一三通管4分別連通第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B的進料端。
流出物酸洗罐D209下部分別與第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B的進料端連通，為烷基化反應器補酸。第一烷基化反應器R201A、第二烷基化反應器R201B的反應腔分別連通酸沉降罐D202A，經酸沉降罐D202A沉降後的半成品烷基化油回送至烷基化反應器的出料端，酸回送至烷基化反應器的進料端。
本發明運行過程：
兩個烷基化反應器進料、出料為並聯，因此，僅以其中一個反應器描述物料從進料到出料的運行過程。
丁烯原料經水洗、脫水後進入丁烯原料緩衝罐D101，由泵P101AB泵出經與脫輕烴塔C101流出物換熱後（與反應器進料換熱器E104換熱）、再經過進料加熱器E101加熱、進入脫輕烴塔C101。脫輕烴塔C101頂部連通脫輕烴塔冷凝器E103AB, 冷凝後的物料流入脫輕烴塔回流罐D103，回流罐D103通過泵與脫輕烴塔C101連通。
脫輕烴後的丁烯，經反應器進料換熱器E104與丁烯原料換熱後，經第五管路7輸出與原料異丁烷、循環異丁烷輸料第六管路6連通第二三通管5，經第二三通管5輸出，再經原料-流出物換熱器E201AC換冷（11℃左右）、原料脫水器D201脫水（脫水後的原料中的游離水含量降至 10ppm（重）），經第一三通管4後與來自閃蒸罐D-203的循環冷劑混合，使溫度降低至約 3.0℃後分兩路分別進入烷基化反應器。反應器是裝有內循環夾套、取熱管束和攪拌葉輪的壓力容器，為 STRATCO 公司專利產品。
反應完全的催化劑-烴乳化液經一上升管直接進入催化劑沉降器（圖中未示出），並在此進行催化劑和烴類的沉降分離，分出的催化劑循下降管返回反應器重新使用。從催化劑沉降器分出的烴相經壓力控制閥降壓後，流經反應器內的取熱管束部分汽化，吸收熱量脫除反應熱。烷基化反應器中的汽-液混合物從出料端輸出進入閃蒸罐D203。閃蒸罐D-203是一臺帶有中間隔板並有共同分離空間的臥式容器（市場購得）。 隔板一側供反應流出物進行氣液分離，另一側供循環冷劑進行汽-液分離。
閃蒸罐D203流出物用流出物泵P-201AB抽出, 經流出物換熱器E201AC與原料丁烯換冷後，進入流出物酸洗罐D209、流出物鹼洗罐D210、流出物水洗罐D211，流出水洗罐D211後的物料，經過烷基化油-脫異丁烷塔進料換熱器E213換熱後進入脫異丁烷塔C201。所述脫異丁烷塔C201頂部連通脫異丁烷冷凝器A202，經冷凝後的異丁烷進入異丁烷塔回流罐D212（如圖1所示，原料異丁烷通過第一管路1補入該回流罐D212），與回流罐D212連通的脫異丁烷塔回流泵P209A/B，將原料異丁烷、循環異丁烷通過第六管路6輸出與第五管路7輸出的丁烯原料，經第二三通管5輸出。
脫異丁烷塔C201底部流出的物料進入脫正丁烷塔C202，脫正丁烷塔C202上部的物料經過正丁烷冷凝器E211送入脫正丁烷塔回流罐D214，與脫正丁烷塔回流罐D214連通的脫正丁烷塔回流泵P210AB將正丁烷送入罐區。
脫正丁烷塔C202底部流出的成品油，經烷基化油成品泵P211AB泵出，經過與烷基化油-循環鹼水換熱器E205AB換熱後，再經烷基化油-脫異丁烷塔進料換熱器E213換熱、烷基化油冷卻器E214AB換熱後送入罐區。
從閃蒸罐D203氣相空間出來的烴類氣體進入壓縮機一級入口， 補充進入二級入口的氣體來自節能罐D-207 頂部。 上述氣體經壓縮機壓縮至 8.2kg/cm2 (a)後經冷劑空冷器 A-201冷凝，冷凝的烴類液體進入冷劑罐D-204。該液體的絕大部分經冷卻器E-202AB冷卻後進入節能罐D-207，並在節能罐的壓力下閃蒸，富含液化氣的氣體返回壓縮機二級入口，節能罐流出的液體去閃蒸罐， 經降壓閃蒸使冷劑溫度降低至-10℃左右，用循環冷劑泵P202AB抽出送至反應器入口循環。
冷劑罐D-204頂部富集的含有35-40﹪丁烯和異丁烷的、酸性輕組分氣體輸送至輕組分鹼洗灌D220，經鹼洗後再流經水洗罐D221水洗，流出水洗罐D221的輕組分氣體通過第三管路3送入丁烯原料緩衝罐D101底部（便於與原料丁烯充分混合）。