本发明涉及烷基化
技术领域：
，确切的说是长链烯烃烷基化制重烷基苯装置。
背景技术：
：我国许多油田经过多年的开采，已到了衰减期，要稳定原油产量必须采用新技术。目前，大庆油田的综合含水率已经达到90%，开采剩余储量在当前的能源形势下意义重大。碱-表面活性剂-聚合物（asp）三元复合驱油技术是近几年发展起来的一种新的提高采收率方法，其驱油效果要比单一聚合物驱好得多，因而其研究在我国已受到高度重视。三元复合驱油技术是提高油田采收率的关键，其中表面活性剂最为关键，它可以降低原油和地下水之间的界面张力，改变地下岩石的润湿性，使岩石表面吸附的原油脱附，在水驱的基础上提高油田采收率。近年来，国内各油田（如大庆油田、胜利油田等）也都相继开展了三元复合驱油的研究开发工作，取得了较好的效果。在大庆油田经过5个矿场的实验，可提高采收率20%。因此，三元复合驱油技术成为大庆油田可持续发展有前途的采油技术之一。对大庆油田来说，采收率每提高一个百分点就相当于增加可采储量4000万吨，因此三元复合驱表面活性剂的大规模生产对油田稳产、高产，意义重大。将重烷基苯磺酸盐应用于三次采油，世界上许多国家都在进行开发研究，尤以美国为最早，成果也较大。如美国stepan公司已成功地将重烷基苯磺酸盐应用于复合驱油剂。大庆油田曾采用其产品，使原油采收率得到提高。用于三次采油的表面活性剂应满足：低界面张力、低吸附量、良好的配伍性和价廉。而重烷基苯磺酸盐基本可满足上述要求。研究结果表明，重烷基苯磺酸盐是效果优良的驱油用表面活性剂。中国石油勘探开发研究院采用抚顺洗化厂生产的重烷基苯为主要原料，合成的烷基苯磺酸盐表面活性剂能使油水界面张力降到10-3mn/m，显示出良好的应用前景。我国于20世纪70年代开始引进uop技术生产lab，进入20世纪90年代以后，产量增长较快．2004年已超过50万吨/年，2016年达到近100万吨/年。产能超过5万吨/年的主要生产企业有：中石油抚顺石化分公司洗化厂20万吨/年．中石化金陵石化有限责任公司南京烷基苯厂10万吨/年，金桐石油化工有限公司10万吨/年．金桐化学工业公司7.2万吨/年。其它还有江苏丹化集团公司、中石化燕山石化、中石化九江石油化工总厂、安徽芳草日化股份有限公司和常熟市前港化工有限公司等，厦门海沧石化也正在招商建设10万吨/年lab和5万吨/年las项目。目前国内大型烷基苯生产企业的四套烷基苯生产装置，总生产能力约50万吨/年，可副产重烷基苯2.5万吨/年左右，见表1。表1我国烷基苯和重烷基苯的生产能力生产厂家烷基苯规模/104t/a副产重烷基苯规模/104t/a扩建时间中石油抚顺石化分公司抚顺洗化厂201.002001中石化金陵石化公司南京烷基苯厂100.502001南京金桐石油化工有限公司100.502000江苏金桐化学工业有限公司7.20.362006随着三元复合驱技术在国内油田的大面积推广，重烷基苯磺酸盐表面活性剂的需求量有几万多吨之多，市场容量巨大。由于驱油用烷基苯的需求量逐年增长，要不断扩大重烷基苯的生产规模，或者新建装置生产重烷基苯。根据中国石油集团整体发展规划以及大庆油田“十一五”规划，大庆油田“十一五”三次采油初步规划方案所用表面活性剂原料重烷苯的需求量逐年增长，具体见表2。表2大庆油田“十一五”三次采油表面活性剂及重烷基苯用量（单位：万吨）项目2006年2007年2008年2009年2010年强碱表面活性剂1.095.187.465.268.64弱碱表面活性剂1.180.430.336.017.63重烷基苯1.1352.8053.8955.6358.135上述表面活性剂主要原料之一重烷基磺酸盐均来自烷基苯装置的副产物，其主要成分为c14的直链烷基苯磺酸钠、c11~c13的二苯基烷、二烷基苯、茚满、萘满等。现在以原油分离出的c16~c19的正构烷烃经脱氢得到正构烯烃与苯进行烷基化反应生产c16~c19的重烷基苯的中试在抚顺石化公司获得成功。研究表明用c16~c19的重烷基苯磺酸钠作为阴离子表明活性剂的洗涤效果要优于用烷基苯副产物磺化后的产物。技术实现要素：本发明的目的是提供一种长链烯烃烷基化制重烷基苯的方法，以费托合成油长链烷烯烃（c14～c22）为原料，在hf酸催化剂的条件下，与苯进行烷基化反应，生成驱油用重烷基苯产物的工艺流程，省去了以往工艺中正构烷烃脱氢反应合成长链烯烃的过程，达到节能降耗及降低设备投资的目的。本发明的技术方案：一种长链烯烃烷基化制重烷基苯的方法，包括烷基化反应器1，烷基化沉降器2，hf汽提塔3，苯塔4，脱烷烃塔5，再蒸馏塔6，hf再生塔7，其特征在于：烷基化反应原料苯a和烷烯烃b混合后，再与催化剂hf酸c混合进入烷基化反应器；反应产物进入烷基化沉降器进行烃相与酸相的分离，上层烃相经装置换热系统加热后进入hf汽提塔，下层酸相一部分回流至进料，另一部分部分进入hf再生塔再生。烃相经汽提后自塔底流出进入苯塔，塔顶流出苯d，塔底流出物进入脱烷烃塔进一步分离后塔顶得到烷烃e，塔底流出物再进入再蒸馏塔，塔顶得到重烷基苯f，塔底为重组分g。hf再生塔实际板数为10~15，塔顶温度为40~60℃，压力0.25~0.4mpag，塔釜温度为250~300℃，压力0.25~0.4mpag，部分进料由塔顶进入，部分经装置内热源加热至50~80℃后，再由塔中部位置进塔。塔底设内插式酸再生塔再沸器，将塔底油由装置内热源加热返塔。hf汽提塔实际板数为18~23，塔顶温度为75~95℃，压力0.4~0.5mpag，塔釜温度为220~270℃，压力0.4~0.5mpag，由塔顶位置进料，塔底部分产品经再沸器加热后返塔。经汽提后烃相自塔底流出进入苯塔，塔顶得到循环苯补充进料。苯塔实际板数为37~43，塔顶温度为40~60℃，压力0.02~0.04mpag，塔釜温度为260~300℃，压力0.03~0.05mpag，进料位置为塔中部位置。塔底设内插式苯塔再沸器，将塔底油由装置内热源加热后返塔。苯塔塔底产物进入脱烷烃塔脱除烷烃，脱烷烃塔为2~5段填料，相当于理论塔板数为40~50，塔顶温度为150~200℃，压力40~50mmhga，塔釜温度为260~300℃，压力70~80mmhga，进料位置为塔中部位置。塔底设内插式脱烷烃塔再沸器，将塔底油由装置内热源加热返塔。脱除烷烃后再进入再蒸馏塔，塔顶即得到直链烷基苯,塔底产品为重烷基苯。再蒸馏塔为2~5段填料，相当于理论塔板数为30~40，塔顶温度为200~250℃，压力5~20mmhga，塔釜温度为260~300℃，压力20~30mmhga，进料位置为塔中部位置。塔底设内插式再蒸馏塔再沸器，将塔底油由装置内热源加热后返塔。烷基化反应器为板式塔，具体可是筛板塔也可是固舌塔板。长链烷烯烃中烯烃含量为10%~100%。原料苯和烷烯烃混合后，再与催化剂hf酸混合进入烷基化反应器r1；温度为20~60℃。本发明的优点：1、原料来源：以费托合成油切割出的c14~c22为原料，来源广，烯烃含量高，产品收率高。2、流程短：直接进行烷基化反反应，无需脱氢，节省投资。3、烷基化反应器应用中石油专有技术。4、产品质量更好。综上所述，本发明具有原料来源广，成本低，原料烯烃含量高，装置投资少，公用工程消耗低，产品质量优于以往产品的优势，最终使产品价格更具有竞争力。附图说明图1是本发明的工作流程图。具体实施方式实施例1来自于费托合成油分离出的c16~c19的烷烯烃原料其中正构直链烯烃含40%,与苯及hf酸混合后的混合物料从烷基化反应器底部进入，反应温度54℃，压力1.1mpag。酸相与烃相充分混合压力降至0.88mpag后进入烷基化沉降器进行酸相与烃相的分离，上层烃相经换热系统加热至114.4℃后进入hf汽提塔，下层酸相部分直接进入hf再生塔。再生塔与汽提塔顶流出的hf酸外购混合后为78℃，经空冷器冷却至45℃，排去不凝气再经沉降后回流补充进料。烃相经汽提后温度为240.5℃，压力为0.471mpag，自塔底流出进入苯塔，塔顶流出苯冷却至44.5℃回流，塔底流出物进入脱烷烃塔进一步分离，温度为276.3℃，压力0.1mpag，塔顶得到176.7℃烷烃，塔底流出物温度220℃，压力0.1mpag进入再蒸馏塔，塔顶得到重烷基苯，塔底为重组分。当前第1页12