一种异丁烷生产装置及方法与流程

本发明涉及碳四轻烃领域，更进一步说，涉及一种异丁烷生产装置及方法。

背景技术：

随着石油化工加工深度的不断深入，对液化气、油田伴生气、炼油装置及乙烯装置副产的c4馏分中各组分的合理利用日益受到重视。c4馏分中含有的1,3-丁二烯可用萃取精馏的方法分离出来用作生产合成橡胶，c4馏分中的异丁烯通过醚化装置与甲醇反应生成mtbe并可通过进一步的精密分馏获得高纯度的1-丁烯，其它碳四组分的利用还较少。异丁烷可以生产甲基丙烯酸甲酯、异丁烯、异丁醇、环氧丙烷等。近年来由于异丁烯、异丁醇和环氧丙烷等需求量逐年增加，使得异丁烷的利用越来越引起人们的重视，且因国内油品升级带动的烷基化装置大规模扩张，炼厂碳四中的异丁烷将迅速由过剩转为平衡，甚至(很可能)不足。同时，随页岩气伴生的丁烷量持续增加，因其含大量正丁烷，将导致炼厂碳四中的正丁烷更加难寻出路，附加值将持续下降。

炼厂碳四来源广泛，主要分为两种类型，一种是含烯烃≤5wt％的饱和碳四，另一种是烯烃含量40～50wt％的不饱和碳四，乙烯装置醚后碳四主要是烷烃和单烯烃，烯烃含量30～60wt％。当前，这些碳四混合物绝大部分作为液化气燃料烧掉，化工利用率较低，由于对于异丁烷的需求旺盛，而正丁烷经济价值有限，由此如何提高异丁烷的产量就至关重要。

中国专利文献cn102294203a公开了一种催化热裂解制乙烯中的碳四二段加氢装置及工艺，通过采用二段选择性加氢，避免了1,3-丁二烯深度加 氢引起反应器结焦、降低催化剂使用寿命和装置运行周期的问题，可直接对混合碳四进行加氢，提高了原料的利用率。但是对于含少量或没有二烯烃的碳四混合物没有涉及具体的分离方法，也没有涉及有机硫氮等杂质的脱除方法，更没有涉及异构化反应等。

中国专利文献cn102188985a公开了一种碳四馏分选择加氢催化剂及其制备方法，该催化剂可将碳四馏分中的炔烃选择性加氢，丁二烯基本不损失，催化剂具有高活性、高选择性并且制备方法简单，应用广泛。但该发明主要是对碳四馏分中炔烃的选择性加氢，没有烷、烯混合物中单烯烃的加氢方法，且只是催化剂的制备，没有涉及分离方法，也没有涉及有机硫氮等杂质的脱除方法，也没有涉及异构化反应等。

中国专利文献cn201410444683.x和cn1170632a公开了正丁烷异构化制备异丁烷的催化剂和应用，但主要是催化剂体系和工艺操作参数，不涉及流程开发，更不涉及含烯烃物料的加氢分离。

中国专利文献cn200680015930.8公开了正丁烷至异丁烷的异构化方法，但正异丁烷混合物通过选择性渗透膜进行分离，而非传统成熟的精馏分离方法，工艺应用较难实现。

技术实现要素：

为解决现有技术中低价值的正丁烷大量富余，而高附加值的异丁烷不足等问题，本发明提供了一种异丁烷的生产装置及方法。通过将加氢、异构化工艺进行组合，本发明可以处理所有富含碳四轻烃，包括液化气、油田伴生气、炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四等，同时，通过采用换热网络优化技术，将余热回收，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生产装置，所述装置包括：一段加氢反应器、一段加氢分离装置、一段加氢循环泵、一段循环冷却器、加氢进出料换热器、二段加氢反应器、二段加氢进料加热器、二段加氢分离 装置、脱乙烷塔、脱丙烷塔、稳定塔、异丁烷成品塔、异构化进出料换热器、异构化进料加热器和异构化反应器；其中，

碳四进料管线连接一段加氢反应器、一段加氢分离装置、加氢进出料换热器、二段加氢进料加热器后连接二段加氢反应器上部；

一段加氢分离装置底部连接一段加氢循环泵，泵出口分两路，一路连接一段循环冷却器后与碳四进料管线合并，然后进入一段加氢反应器；另一路连接加氢进出料换热器；

二段加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接二段加氢分离装置，二段加氢分离装置依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与一段加氢分离装置底部管线合并，然后连接加氢进出料换热器；

二段加氢分离装置底部连接脱乙烷塔，脱乙烷塔底部连接脱丙烷塔，脱丙烷塔底部连接稳定塔进出料换热器后与异构化反应后碳四出料管线合并连接稳定塔；

稳定塔底部连接稳定塔进出料换热器后连接异丁烷成品塔，异丁烷成品塔侧线依次连接异构化进出料换热器、异构化加热器后连接异构化反应器入口；

异构化反应器出口连接异构化进出料换热器后连接稳定塔。

所述一段加氢反应器顶部设置有新鲜氢气进料管线。

所述加氢进出料换热器可通过管线直接连接到二段加氢反应器顶部。

所述一段加氢分离装置优选包括一段加氢热分离罐、一段加氢后冷器和一段加氢冷分离罐；

一段加氢反应器底部连接一段加氢热分离罐，一段加氢热分离罐顶部依次连接一段加氢后冷器和一段加氢冷分离罐，一段加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐；一段加氢冷分离罐底部连接一段加氢热分离罐；一段加氢热分离罐底部连接一段加氢循环泵。

所述二段加氢分离装置是为了分离氢气和轻烃，二段加氢分离装置可 采用以下两种组成之一：

a)所述二段加氢分离装置包括二段加氢热分离罐、二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐；

二段加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接二段加氢热分离罐，二段加氢热分离罐顶部依次连接二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐，二段加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐；二段加氢冷分离罐底部连接二段加氢热分离罐；二段加氢热分离罐底部连接脱乙烷塔。

b)所述二段加氢分离装置也可包括二段加氢后冷器和二段加氢分离罐；

二段加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接二段加氢后冷器和二段加氢分离罐，二段加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐，二段加氢分离罐底部连接脱乙烷塔。

根据两种加氢分离装置，反应出料经加氢进出料换热器换热后可以有两种方式，一种为先进入二段加氢热分离罐进行气液分离，顶部气相经过二段加氢后冷器冷却后进入二段加氢冷分离罐，二段加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐，底部连接二段加氢热分离罐，二段加氢热分离罐底部液相连接脱乙烷塔(如图1所示)；另一种方式为先经二段加氢后冷器冷却后进入二段加氢分离罐经过气液分离，顶部气相连接压缩机吸入罐，底部液相连接脱乙烷塔(如图2所示)。

优选采用第一种方式。

以上所述二段加氢进料加热器可采用现有技术中通常的加热设备，如：电加热器、蒸汽加热器或加热炉。

具体可采用以下技术方案：

所述异丁烷的生产装置包括：：一段加氢反应器、一段加氢分离装置、一段加氢循环泵、一段循环冷却器、加氢进出料换热器、二段加氢反应器、二段加氢进料加热器、二段加氢分离装置、脱乙烷塔、脱丙烷塔、稳定塔、 异丁烷成品塔、异构化进出料换热器、异构化进料加热器和异构化反应器；其中，

碳四进料管线连接一段加氢反应器、一段加氢分离装置、加氢进出料换热器、二段加氢进料加热器后连接二段加氢反应器上部；

一段加氢分离装置底部连接一段加氢循环泵，泵出口分两路，一路连接一段循环冷却器后与碳四进料管线合并，然后进入一段加氢反应器；另一路连接加氢进出料换热器；

二段加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接二段加氢热分离罐；二段加氢热分离罐顶部依次连接二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐，二段加氢冷分离罐顶部依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与一段加氢分离装置底部管线合并，然后连接加氢进出料换热器；二段加氢冷分离罐底部连接二段加氢热分离罐；

二段加氢热分离罐底部连接脱乙烷塔，脱乙烷塔底部连接脱丙烷塔，脱丙烷塔底部连接稳定塔进出料换热器后与异构化反应后碳四出料管线合并连接稳定塔；

稳定塔底部连接稳定塔进出料换热器后连接异丁烷成品塔，异丁烷成品塔侧线依次连接异构化进出料换热器、异构化加热器后连接异构化反应器入口；

异构化反应器出口连接异构化进出料换热器后连接稳定塔。

本发明的目的之二是提供一种采用所述装置生产异丁烷的方法，所述方法包括：

碳四原料经由碳四进料管线进入所述装置，经加氢、分离后制得异丁烷和正丁烷，其中正丁烷经异构化反应、分离后制得异丁烷，同时副产碳三产品。

具体可包括以下步骤：

(a)由界外来的碳四原料进入一段加氢反应器，将全部二烯烃和少量 单烯烃加氢饱和；

(b)一段加氢反应器底部物料进入一段加氢分离装置，分离出氢气进入压缩机吸入罐，一段加氢分离装置底部物料进入一段加氢循环泵后分两股，一股经一段循环冷却器冷却后与碳四进料、新鲜氢气混合进一段加氢反应器，另一股经加氢进出料换热器换热后进入二段加氢反应器将剩余单烯烃加氢饱和并脱除杂质；所述杂质包括微量有机硫氮等；

(c)二段加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器后进入二段加氢分离装置，分离出的氢气返回二段加氢反应器，二段加氢分离装置底部物料进入脱乙烷塔，通过精馏分离顶部分出碳二轻组分；

(d)脱乙烷塔底部物料进入脱丙烷塔，顶部分出碳三液相产品，底部物料经稳定塔进出料换热器换热后与异构化反应后碳四合并进入稳定塔；

(e)稳定塔底部物料经稳定塔进出料换热器换热后进入异丁烷成品塔；通过精馏分离由塔顶部得到异丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔侧线采出包含正丁烷和异丁烷的混合物；

(f)所述包含正丁烷和异丁烷的混合物经异构化进出料换热器、异构化加热器换热后进入异构化反应器，进行异构化反应，将正丁烷转化为异丁烷；

(g)异构化反应器底部出料经异构化进出料换热器换热后与脱丙烷塔底部物料合并进稳定塔。

步骤(a)中，碳四原料与加氢循环物料混合至30～160℃后进入一段加氢反应器。所述加氢循环物料为进入一段加氢循环泵后分出的两股之一。

本发明还包括向一段加氢反应器中通入新鲜氢气，通入新鲜氢气时各物料的混合物也需满足上述温度要求。

步骤(b)中，一段加氢分离装置底部物料经加热至160～300℃后进入二段加氢反应器。当二段加氢反应温升很高，则正常生产时不需要二段加氢进料加热器升温，通过进出料换热即可达到反应温度，仅开车时需要二 段加氢进料加热器，此时，经加氢进出料换热器换热的物料可通过管线直接进入二段加氢反应器。当二段加氢反应温升不高，则正常生产时除通过进出料换热外，还需要二段加氢进料加热器进行加热。

步骤(c)中，当二段加氢分离装置包括二段加氢热分离罐、二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐时，二段加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器降温至50～100℃后进入二段加氢热分离罐，二段加氢热分离罐顶部气相经过二段加氢后冷器冷却至20～50℃后进入二段加氢冷分离罐。

步骤(c)中，当二段加氢分离装置包括二段加氢后冷器和二段加氢分离罐时，二段加氢反应器底部物料经加氢进出料换热器换热后，再经二段加氢后冷器冷却至20～50℃后进入二段加氢分离罐。

具体地，可采用以下技术方案：

(a)由界外来的碳四原料与加氢循环物料、新鲜氢气混合至30～160℃后进入一段加氢反应器，将全部二烯烃和少量单烯烃加氢饱和；

(b)一段加氢反应器底部物料进入一段加氢分离装置，分离出氢气进入压缩机吸入罐，一段加氢分离装置底部物料进入一段加氢循环泵后分两股，一股经一段循环冷却器冷却后与碳四进料、新鲜氢气混合进一段加氢反应器，另一股进入加氢进出料换热器，再经二段加氢进料加热器升温至160～300℃，最后进入二段加氢反应器将剩余单烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为h2s和nh3；

(c)二段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，一种先经二段加氢后冷器冷却至20～50℃后进入二段加氢分离罐进行气液分离，顶部气相连接压缩机吸入罐，底部液相连接脱乙烷塔；另一种方式为先进入二段加氢热分离罐进行气液分离，顶部气相经过二段加氢后冷器冷却至20～50℃后进入二段加氢冷分离罐，二段加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐，底部连接二段加氢热分离罐，二段加氢热分离罐底部液相连接脱乙烷塔。

二段加氢分离罐或二段加氢冷分离罐顶部气相大部分作为循环氢气返回二段加氢反应进料，并通过泄放管线维持循环氢系统内非氢气体含量稳定。

(d)新鲜氢气自界外分两股，一股直接与碳四进料混合进入一段加氢反应器，另一股与压缩机吸入罐顶气体合并进入压缩机，经压缩机增压后与一段加氢分离装置底部物料一起进入加氢进出料换热器；

(e)二段加氢热分离罐底部物料进入脱乙烷塔，通过精馏分离顶部分出碳二轻组分；

(f)脱乙烷塔底部物料进入脱丙烷塔，顶部分出碳三液相产品，底部物料经稳定塔进出料换热器换热后与异构化反应后碳四合并进入稳定塔；

(g)稳定塔底部物料经稳定塔进出料换热器换热后进入异丁烷成品塔，通过精馏分离由异丁烷成品塔顶部得到异丁烷产品，塔釜得到碳五重组分。

(h)由异丁烷成品塔侧线采出包含正丁烷和异丁烷的混合物与界外新鲜氢气混合，经过异构化进出料换热器、异构化进料加热器加热至100～250℃后进入异构化反应器，在此将正丁烷转化为异丁烷；

(i)异构化反应后物料经异构化进出料换热器换热后循环进入稳定塔，通过精馏分离，塔顶脱除h2、h2s等轻组分，塔釜得到正异丁烷混合物。

本发明所采用加氢催化剂为镍系或钯系加氢催化剂；异构化催化剂为pt、pd、ir中的一种或两种构成的催化剂。

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：

一段加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为30～120℃，压力为1.5～4.5mpag(表压，以下同)，反应温升为5～100℃，氢油摩尔比为0.05～10，液体体积空速为0.5～10h^-1；

二段加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为160～300℃，压 力为1.5～4.5mpag，反应温升为5～100℃，氢油摩尔比为0.2～5，液体体积空速为0.5～6h^-1；

脱乙烷塔的操作条件包括：压力为1～3mpag，塔顶操作温度为20～80℃，塔板数为30～100，回流比为1～20；

脱丙烷塔的操作条件包括：压力为1～3mpag，塔顶操作温度为20～80℃，塔板数为30～100，回流比为1～20；

稳定塔的操作条件包括：压力为1～3mpag，塔顶操作温度为20～100℃，塔板数为30～100，回流比为1～100；

异丁烷成品塔的操作条件包括：压力为0.1～1mpag，塔顶操作温度为20～70℃，塔板数为80～150，回流比为1～20；

异构化反应器为固定床反应器，反应器入口温度为100～250℃，压力为1.0～4.0mpag，反应温升为5～50℃，液体体积空速为1～20h^-1。

本发明的特点是：

1)通过加氢将不饱和烯烃(包括二烯烃和单烯烃)全部转化为饱和烃，将原料中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；

2)通过合理设置换热顺序，最大程度上回收能量，降低系统能耗，提高了装置的经济效益，通过一系列换热网络优化，节省能耗15％以上；

3)通过适宜的操作参数使塔釜温度均低于150℃，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；

4)本发明通过将加氢和异构化工艺进行组合，可以处理所有富含碳四的轻烃用于生产异丁烷，尤其是含少量二烯烃的c4物料也可处理；

5)本发明可同时副产碳三产品。

本发明的其它特征和优点将在随后具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

通过结合附图对本发明示例性实施方式进行更详细的描述，本发明的上述以及其它目的、特征和优势将变得更加明显，其中，在本发明示例性实施方式中，相同的参考标号通常代表相同部件。

图1为本发明的异丁烷的生产装置示意图，其中二段加氢分离装置包括二段加氢热分离罐、二段加氢后冷器和二段加氢冷分离罐。

图2为本发明的异丁烷的生产装置示意图，其中二段加氢分离装置包括二段加氢后冷器和二段加氢分离罐。

附图标记说明：

二段加氢反应器1、加氢进出料换热器2、二段加氢进料加热器3、二段加氢后冷器4、二段加氢分离罐5、二段加氢热分离罐6、二段加氢冷分离罐7、压缩机吸入罐8、压缩机9、脱乙烷塔10、脱乙烷塔冷凝器11、脱乙烷塔再沸器12、脱丙烷塔13、脱丙烷塔冷凝器14、脱丙烷塔再沸器15、稳定塔进出料换热器16、稳定塔17；稳定塔冷凝器18、稳定塔再沸器19、异丁烷成品塔20、异丁烷成品塔冷凝器21、异丁烷成品塔再沸器22、异构化进出料换热器23、异构化进料加热器24、异构化反应器25、碳四原料26、驰放气27、二段加氢补充氢气28、c2产品29、c3产品30、稳定塔顶不凝气31、异丁烷产品32、碳五重组分33、异构化补充氢气34、一段加氢反应器35、一段加氢后冷器36、一段加氢热分离罐37、一段加氢冷分离罐38、一段加氢循环泵39、一段循环冷却器40、一段加氢补充氢气41。

具体实施方式

下面将参照附图更详细地描述本发明的优选实施方式。

采用如图1所示的装置生产异丁烷。

所述异丁烷的生产装置包括：一段加氢反应器35、一段加氢分离装置、一段加氢循环泵39、一段循环冷却器40、二段加氢反应器1、加氢进出料 换热器2、二段加氢进料加热器3、二段加氢分离装置、脱乙烷塔10、脱丙烷塔13、稳定塔17、异丁烷成品塔20、异构化进出料换热器23、异构化进料加热器24和异构化反应器25；其中，

碳四进料管线连接一段加氢反应器35、一段加氢分离装置、加氢进出料换热器2、二段加氢进料加热器3后连接二段加氢反应器1上部；

一段加氢分离装置底部连接一段加氢循环泵39，泵出口分两路，一路连接一段循环冷却器40后与碳四进料管线合并，然后进入一段加氢反应器35；另一路连接加氢进出料换热器2；

二段加氢反应器1底部连接加氢进出料换热器2后连接二段加氢热分离罐6；二段加氢热分离罐6顶部依次连接二段加氢后冷器4和二段加氢冷分离罐7，二段加氢冷分离罐7顶部依次连接压缩机吸入罐8、压缩机9后与一段加氢分离装置底部管线合并，然后连接加氢进出料换热器2；二段加氢冷分离罐7底部连接二段加氢热分离罐6；

二段加氢热分离罐6底部连接脱乙烷塔10，脱乙烷塔10底部连接脱丙烷塔13，脱丙烷塔13底部连接稳定塔进出料换热器16后与异构化反应后碳四出料管线合并连接稳定塔17；

稳定塔17底部连接稳定塔进出料换热器16后连接异丁烷成品塔20，异丁烷成品塔20侧线依次连接异构化进出料换热器23、异构化加热器24后连接异构化反应器25入口；

异构化反应器25出口连接异构化进出料换热器23后连接稳定塔17；

所述一段加氢反应器35顶部设置有新鲜氢气进料管线。

生产异丁烷的方法包括：

(a)由界外来的碳四原料26与一段加氢循环物料、新鲜氢气混合至45℃进入一段加氢反应器35，将全部二烯烃和少量单烯烃加氢饱和；

(b)一段加氢反应器35底部物料进入一段加氢分离装置，分离出氢气进入压缩机吸入罐8，一段加氢分离装置底部物料进入一段加氢循环泵 39后分两股，一股经一段循环冷却器40冷却后与碳四进料混合进一段加氢反应器35，另一股进入加氢进出料换热器2，再经二段加氢进料加热器3升温至240℃，最后进入二段加氢反应器1将剩余单烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为h2s和nh3；

(c)二段加氢反应器1底部出料经与加氢进料换热后降温至80℃后先进入二段加氢热分离罐6进行气液分离，顶部气相经过二段加氢后冷器4冷却至40℃后进入二段加氢冷分离罐7，二段加氢冷分离罐7顶部连接压缩机吸入罐8，底部连接二段加氢热分离罐6，二段加氢热分离罐6底部液相连接脱乙烷塔10。

二段加氢冷分离罐7顶部气相大部分作为循环氢气返回加氢反应进料，并通过泄放管线释放驰放气27维持循环氢系统内非氢气体含量稳定。

(d)新鲜氢气自界外分两股，一股直接与碳四进料混合进入一段加氢反应器35，另一股作为二段加氢补充氢气28自界外与压缩机吸入罐8顶气体合并进入压缩机9，经压缩机9增压后与一段加氢反应器35底部物料一起进入加氢进出料换热器2；

(e)二段加氢热分离罐6底部物料进入脱乙烷塔10，通过精馏分离顶部分出碳二轻组分；

(f)脱乙烷塔10底部物料进入脱丙烷塔13，顶部分出碳三液相产品，底部物料经稳定塔进出料换热器16换热后与异构化反应后碳四合并进入稳定塔17；

(g)稳定塔17底部物料经稳定塔进出料换热器16换热后进入异丁烷成品塔20，通过精馏分离由异丁烷成品塔20顶部得到异丁烷产品，塔釜得到碳五重组分。

(h)由异丁烷成品塔20侧线采出包含正丁烷和异丁烷的混合物与界外新鲜氢气即异构化补充氢气34混合，经过异构化进出料换热器23、异构化进料加热器24加热至180℃后进入异构化反应器25，在此将正丁烷转化 为异丁烷；

(i)异构化反应后物料经异构化进出料换热器23换热后循环进入稳定塔17，通过精馏分离，塔顶脱除h2、h2s等轻组分，塔釜得到正异丁烷混合物。

采用以下工艺条件：

一段加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为45℃，压力为3.6mpag，反应温升为20℃，氢油摩尔比为0.1，液体体积空速为2.5h^-1；

二段加氢反应器为固定床反应器，反应器入口温度为250℃，压力为3mpag，反应温升为25℃，氢油摩尔比为1.1，液体体积空速为2h^-1；

脱乙烷塔的操作条件包括：压力为2.2mpag，塔顶操作温度为60℃，塔板数为60，回流比为10；

脱丙烷塔的操作条件包括：压力为1.5mpag，塔顶操作温度为50℃，塔板数为80，回流比为20；

稳定塔的操作条件包括：压力为2.0mpag，塔顶操作温度为85℃，塔板数为60，回流比为50；

异丁烷成品塔的操作条件包括：压力为0.5mpag，塔顶操作温度为50℃，塔板数为130，回流比为7；

异构化反应器为固定床反应器，反应器入口温度为160℃，压力为3.3mpag，反应温升为30℃，液体体积空速为10h^-1。

采用如图1所示系统，得到表1的结果。

结果表明，采用本发明的系统和方法制异丁烷，异丁烷收率＞97％。

表1

通过上述装置和工艺方法，节省能耗15％以上。

以上已经描述了本发明的各实施例，上述说明是示例性的，并非穷尽性的。在不偏离所说明的各实施例的范围和精神的情况下，对于本技术领域的普通技术人员来说许多修改和变更都是显而易见的。