CN112830861B - 一种生产正丁烷的装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种生产正丁烷的装置及方法，所述装置包括：脱轻塔、正丁烷成品塔、正构化进出料换热器、正构化进料加热器和正构化反应单元，其中，饱和液化气进料管线连接脱轻塔；脱轻塔底部出料管线连接正丁烷成品塔；正丁烷成品塔顶部连接正构化反应单元入口；正构化反应单元出口连接脱轻塔；正丁烷成品塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；该装置还设置有直接与正丁烷成品塔连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线，以及直接与正构化进出料换热器连接的高纯异丁烷进料管线。本发明可以处理所有富含碳四轻烃的原料，包括饱和液化气、不饱和液化气、正/异丁烷混合物和高纯异丁烷等，同时可将余热回收，提高了装置的经济效益。

Description

一种生产正丁烷的装置及方法

技术领域

本发明涉及液化气综合利用领域，更进一步说，涉及一种生产正丁烷的装置及方法。

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。正丁烷可以生产顺酐、丁烯-1和丁二烯，其最大用处是作为乙烯裂解原料，其三烯产率显著大于其他碳四烃。近年来随着乙烯原料轻质化，使得正丁烷的利用越来越引起人们的重视。

炼厂碳四资源丰富，分为不含或含有少量烯烃(＜5％)的饱和液化气，烯烃含量较高(30～60％)的不饱和液化气，这些液化气主要用于生产MTBE、烷基化油和碳四芳构化，但随着我国炼油产能过剩和乙醇汽油政策调整，这些途径利用碳四逐步降低弱化。乙烯装置醚后碳四主要是烷烃和单烯烃，烯烃含量30～60wt％，大部分返回乙烯装置作为裂解料或生产其他化工品，但由于含有烯烃和异构烷烃导致裂解炉烯烃收率有限，而用于其他化工品的用量不多，如能将这些饱和或不饱和的液化气转化为正构烷烃送去乙烯装置，增产附加值较高的乙烯、丙烯和丁二烯等，则效益显著。

CN104292065A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，且为异构化，而不是正构化，更不涉及工艺流程。

CN104892339A公开了一种由异丁烷制备正丁烷的方法，提出富含异丁烷的碳四烃首先进入正构化区域，将异丁烷转化为正丁烷，反应后物流进入加氢饱和区域将烯烃加氢饱和，加氢后物流分离为异丁烷、正丁烷，将异丁烷循环返回正构化区域反应，最后得到正丁烷产品。该专利只是概念性的流程，不涉及具体细节，其研究发现，正构化反应时要求烯烃含量越少越好，否则影响正构化反应的转化率和选择性，因此加氢设置是否合理直接影响正构结果。

CN107285977A和CN107285978A公开了一种由异丁烷正构化制备正丁烷的系统装置，流程包括正构化反应器、加氢反应器、脱轻塔、丁烷塔，还包括脱重塔，正构化反应在温度400～550℃、压力3～4.5MPa的临氢条件下进行，分离得到的正丁烷产品纯度为97.5～99wt％，该技术流程比较复杂，需要脱轻塔、脱重塔和丁烷塔，且先正构化再进行加氢，进料中的碳四烯烃容易发生裂解、聚合等副反应，导致正构化的收率和选择性降低，影响该技术经济性。

发明内容

为解决现有技术中大量液化气利用不足，而乙烯原料轻质化对正构烷烃需求缺口较大的问题，本发明提供了一种生产正丁烷的装置及方法。通过将加氢、正构化工艺进行组合，本发明可以处理各种富含碳四轻烃的原料，包括液化气、油田伴生气、炼厂碳四和乙烯装置醚后碳四等，也可以处理饱和液化气、富含正/异丁烷的饱和碳四，以及处理高纯异丁烷，同时，通过采用换热网络优化技术，本发明还可以实现余热回收，提高了装置的经济效益。

本发明的目的之一是提供一种生产正丁烷的装置，该装置包括：脱轻塔、正丁烷成品塔、正构化进出料换热器、正构化进料加热器和正构化反应单元；其中，

饱和液化气进料管线连接脱轻塔；

脱轻塔底部出料管线连接正丁烷成品塔；

正丁烷成品塔顶部依次连接正构化进出料换热器后连接正构化反应单元入口；正构化反应单元出口连接正构化进出料换热器后连接脱轻塔；正丁烷成品塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

所述正构化反应单元包括单台正构化反应器或者两台串联的正构化反应器，每台正构化反应器前均设置有所述正构化进料加热器；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线，以及直接与正构化进出料换热器连接的高纯异丁烷进料管线。

根据本发明，当处理的原料为不饱和液化气时，该装置还可以包括加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置；其中，

不饱和液化气进料管线连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后连接加氢反应器上部；

加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢分离装置，加氢分离装置顶部依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与不饱和液化气进料管线合并，然后连接加氢进出料换热器；

加氢分离装置底部连接脱轻塔。

设置所述加氢分离装置是为了分离氢气和轻烃，加氢分离装置可采用以下两种组成之一：

A)所述加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐；

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

B)所述加氢分离装置也可包括加氢后冷器和加氢分离罐；

加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接加氢后冷器和加氢分离罐，加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐，加氢分离罐底部连接脱轻塔。

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，一种为先进入加氢热分离罐进行气液分离，顶部气相经过加氢后冷器冷却后进入加氢冷分离罐，加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐，底部连接加氢热分离罐，加氢热分离罐底部液相连接脱轻塔(如图3所示)；另一种方式为先经加氢后冷器冷却后进入加氢分离罐经过气液分离，顶部气相连接压缩机吸入罐，底部液相连接脱轻塔(如图4所示)。本发明优选采用第一种方式。

以上所述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。

本发明的目的之二是提供一种采用所述装置生产正丁烷的方法，所述方法包括以下三种工艺流程中的至少一种：

工艺流程I：

(1)饱和液化气进入脱轻塔脱除轻组分(C₁～C₃等)后进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(3)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

工艺流程II：

(1)富含正/异丁烷的饱和碳四进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(3)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

工艺流程III：

(1)由界外来的高纯异丁烷作为正构化进料经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(2)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

(3)脱轻塔塔釜物流进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(4)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器换热后进入正构化反应单元进行正构化反应。

根据本发明，正构化反应单元中可设置单台正构化反应器，也可设置两台串联的正构化反应器，优选地，采用两台串联的正构化反应器。在此条件下，工艺流程I优选包括以下步骤：

(1)饱和液化气进入脱轻塔脱除轻组分后进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器、第一正构化进料加热器换热后进入第一正构化反应器，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器加热后进入第二正构化反应器，继续进行正构化反应；

(3)第二正构化反应器底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔。

工艺流程II优选包括以下步骤：

(1)富含正/异丁烷的饱和碳四进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器、第一正构化进料加热器换热后进入第一正构化反应器，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器加热后进入第二正构化反应器，继续进行正构化反应；

(3)第二正构化进料加热器底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔。

工艺流程III优选包括以下步骤：

(1)由界外来的高纯异丁烷作为正构化进料经正构化进出料换热器、第一正构化进料加热器换热后进入第一正构化反应器，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器加热后进入第二正构化反应器，继续进行正构化反应；

(2)第二正构化反应器底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

(3)脱轻塔塔釜物流进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(4)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器换热后进入正构化反应单元进行正构化。

本发明的方法可单独处理饱和液化气、单独处理富含正/异丁烷的饱和碳四，也可以单独处理高纯异丁烷，还可以同时处理饱和液化气、富含正/异丁烷的饱和碳四和高纯异丁烷中的任意两种，还可以同时处理上述三种。

根据本发明一种优选实施方式，同时处理饱和液化气、富含正/异丁烷的饱和碳四和高纯异丁烷的方法包括以下步骤：

(i)饱和液化气与换热后的正构化反应单元得到的正构化反应后碳四进入脱轻塔，脱除轻组分后连同界外来的富含正/异丁烷的饱和碳四共同进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(ii)所述富含异丁烷的C₄物流与由界外来的高纯异丁烷混合后，经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(iii)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔。

根据一种更加优选的实施方式，同时处理饱和液化气、富含正/异丁烷的饱和碳四和高纯异丁烷的方法包括以下步骤：

(i)饱和液化气与换热后的第二正构化反应器底部得到的正构化反应后碳四进入脱轻塔，脱除轻组分后连同界外来的富含正/异丁烷的饱和碳四共同进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(ii)所述富含异丁烷的C₄物流与由界外来的高纯异丁烷经正构化进出料换热器、第一正构化进料加热器换热后进入第一正构化反应器，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器加热后进入第二正构化反应器，继续进行正构化反应；

(iii)第二正构化反应器底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔。

根据本发明，当装置含有加氢处理单元时，本发明的方法还可以处理不饱和液化气，具体地，所述方法包括以下步骤：

(a)由界外来的不饱和液化气经加氢进出料换热器换热后进入加氢反应器将烯烃加氢饱和并脱除杂质；所述杂质包括微量有机硫氮，可将其转换为H₂S和NH₃；

(b)加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器后进入加氢分离装置，分离出的氢气经压缩机吸入罐进入压缩机，然后返回加氢反应器，加氢分离装置底部物料进入脱轻塔；

(c)脱轻塔底部物料进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(d)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(e)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后与加氢分离装置底部物料一起进入脱轻塔。

根据一种更具体的实施方式，所述方法包括以下步骤：

(a)由界外来的不饱和液化气经加氢进出料换热器换热后进入加氢反应器将烯烃加氢饱和并脱除杂质；所述杂质包括微量有机硫氮，可将其转换为H₂S和NH₃；

(b)加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器后进入加氢分离装置，分离出的氢气经压缩机吸入罐进入压缩机，然后返回加氢反应器，加氢分离装置底部物料进入脱轻塔；

(c)脱轻塔底部物料进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(d)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器、第一正构化进料加热器换热后进入第一正构化反应器，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器加热后进入第二正构化反应器，继续进行正构化反应；

(e)第二正构化反应器底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后与加氢分离装置底部物料一起进入脱轻塔。

步骤(a)中，不饱和液化气升温至160～300℃后进入加氢反应器。若加氢反应温升很高，则正常生产时不需要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加氢反应器。若加氢反应温升不高，则正常生产时除通过进出料换热外，还需要加氢进料加热器进行加热。

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

步骤(b)中，当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时，加氢反应器底部物料经加氢进出料换热器换热后，再经加氢后冷器冷却至20～50℃后进入加氢分离罐。

本发明所采用加氢催化剂为镍系或钯系加氢催化剂；正构化催化剂为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：

所述正构化反应器为固定床反应器，操作条件包括：反应器入口温度为100～250℃，压力为1.0～4.0MPaG(表压，以下同)，液体体积空速为1～20h^-1。当采用两台正构化反应器时，两台正构化反应器均采用上述形式和操作条件。

所述脱轻塔的操作条件包括：压力为1～3MPaG，塔顶操作温度为30～90℃，塔板数为30～150。

所述正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50～150。

所述加氢反应器为固定床反应器，操作条件包括：反应器入口温度为160～300℃，压力为1.5～4.5MPaG，氢油摩尔比为0.2～5，液体体积空速为0.5～6h^-1。

本发明的装置方法可以处理四种类型的来料中的至少一种：饱和液化气、富含正/异丁烷的饱和碳四、高纯异丁烷和不饱和液化气。上述概念的含义和范畴为本领域技术人员公知。其中，所述饱和液化气为富含丙烷、异丁烷、正丁烷及少量碳二、碳三、碳五烷烃的组分，其中烯烃含量小于1wt％；所述富含正/异丁烷的饱和碳四为烯烃含量1wt％以下的富含异丁烷和正丁烷的物流，例如可来自气分装置、MTBE装置、异丁烷装置等；所述高纯异丁烷为异丁烷含量高于90wt％，烯烃含量小于1wt％的碳四物流，例如可来自MTBE装置、异丁烷生产装置等；所述不饱和液化气选自油田伴生气，气田伴生气，炼厂液化气和乙烯装置醚后碳四中的至少一种，其中烯烃含量为5～90wt％。

本发明的有益效果在于：

1)通过加氢将不饱和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)通过正构化将异丁烷转化为正丁烷，通过优化反应参数，提高主反应的转化率和选择性。

3)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，通过精馏塔设计优化，降低精馏塔能耗，一系列手段提高了装置的经济效益，总体节省能耗15％以上。

4)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。

5)通过合理的流程设置，对不同碳四原料，选择不同的进料位置。

6)本发明通过将加氢和正构化工艺进行组合，可以处理所有富含碳四的轻烃，用于生产正丁烷。

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为本发明一种实施方式的生产正丁烷的装置示意图。

图2为本发明另一种实施方式的生产正丁烷的装置示意图。

图3为本发明再一种实施方式的生产正丁烷的装置示意图。

图4为本发明第四种实施方式的生产正丁烷的装置示意图。

附图标记说明

1、加氢反应器；2、加氢进出料换热器；3、加氢进料加热器；4、加氢后冷器；5、加氢分离罐；6、加氢热分离罐；7、加氢冷分离罐；8、压缩机吸入罐；9、压缩机；11、脱轻塔；12、脱轻塔冷凝器；13、脱轻塔再沸器；14、正丁烷成品塔；15、正丁烷成品塔冷凝器；16、正丁烷成品塔再沸器；17、正构化进出料换热器；18A、第一正构化进料加热器；18B、第二正构化进料加热器；19A、第一正构化反应器；19B、第二正构化反应器；20、不饱和液化气；21、饱和液化气；22、正构化补充氢气；23、驰放气；24、加氢补充氢气；25、脱轻塔顶不凝气；26、C₂/C₃液相；27、正丁烷产品；28、碳五重组分；29、高纯异丁烷；30、富含正/异丁烷的饱和碳四。

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。

实施例1

采用如图1所示的生产正丁烷的装置。

该装置包括：脱轻塔11、正丁烷成品塔14、正构化进出料换热器17、正构化进料加热器18A和正构化反应单元，所述正构化反应单元包括单台正构化反应器，即第一正构化反应器19A；其中，

饱和液化气进料管线连接脱轻塔11；

脱轻塔11底部出料管线连接正丁烷成品塔14，脱轻塔11底部设置有脱轻塔再沸器13，脱轻塔11顶部连接脱轻塔冷凝器12，未冷凝部分作为脱轻塔顶不凝气25排出，冷凝得到的液相和脱轻塔11顶部出料管线作为C₂/C₃液相26排出；

正丁烷成品塔14顶部连接正丁烷成品塔冷凝器15，所得液体和正丁烷成品塔14上部出料依次连接正构化进出料换热器17和正构化进料加热器18A，然后连接第一正构化反应器19A顶部入口；第一正构化反应器19A底部出口连接正构化进出料换热器17后连接脱轻塔11；正丁烷成品14塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔11连接的富含正/异丁烷的饱和碳四的进料管线、直接与正构化进出料换热器17连接的高纯异丁烷进料管线以及正构化补充氢气进料管线。

利用该装置生产正丁烷的方法包括：

(i)饱和液化气21与换热后的第一正构化反应器19A底部得到的正构化反应后碳四进入脱轻塔11，脱除轻组分后与富含正/异丁烷的饱和碳四30共同进入正丁烷成品塔14，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品27，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(ii)所述富含异丁烷的C₄物流与正构化补充氢气22和由界外来的高纯异丁烷29经正构化进出料换热器17、正构化进料加热器18A换热后进入第一正构化反应器19A，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(iii)第一正构化反应器19A底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器17换热后进入脱轻塔11。

生产正丁烷的方法采用的工艺条件如下：

脱轻塔11的操作条件包括：压力为1.8MPaG，塔顶操作温度为50℃，塔板数为80；

正丁烷成品塔14的操作条件包括：压力为0.5MPaG，塔顶操作温度为45℃，塔板数为130；

第一正构化反应器19A为下行式固定床反应器，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。

上述工艺得到的结果如表1所示。

结果表明，采用本实施例的装置和方法制正丁烷，异丁烷转化率≥50％，生成正丁烷的选择性≥80％。

表1实施例1物料平衡表

实施例2

采用如图2所示的生产正丁烷的装置。

该装置包括：脱轻塔11、正丁烷成品塔14、正构化进出料换热器17、正构化进料加热器和正构化反应单元，所述正构化反应单元包括两台串联的正构化反应器，即第一正构化反应器19A和第二正构化反应器19B，每台正构化反应器前均设置有所述正构化进料加热器，即第一正构化进料加热器18A和第二正构化进料加热器18B；其中，

饱和液化气进料管线21连接脱轻塔11；

脱轻塔11底部出料管线连接正丁烷成品塔14，脱轻塔11底部设置有脱轻塔再沸器13，脱轻塔11顶部连接脱轻塔冷凝器12，未冷凝部分作为脱轻塔顶不凝气25排出，冷凝得到的液相和脱轻塔11顶部出料管线作为C₂/C₃液相26排出；

正丁烷成品塔14顶部连接正丁烷成品塔冷凝器15，所得液体和正丁烷成品塔14上部出料依次连接正构化进出料换热器17和第一正构化进料加热器18A，然后连接第一正构化反应器19A顶部入口；第一正构化反应器19A底部出口连接第二正构化进料加热器18B，然后连接第二正构化反应器19B顶部入口，第二正构化反应器19B底部出口连接正构化进出料换热器17后连接脱轻塔11；正丁烷成品14塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔14连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线、直接与正构化进出料换热器17连接的高纯异丁烷进料管线以及正构化补充氢气进料管线。

利用该装置生产正丁烷的方法包括：

(i)饱和液化气21与换热后的第二正构化反应器19B底部得到的正构化反应后碳四进入脱轻塔11，脱除轻组分后与富含正/异丁烷的饱和碳四30共同进入正丁烷成品塔14，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品27，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(ii)所述富含异丁烷的C₄物流与正构化补充氢气22和由界外来的高纯异丁烷29经正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A换热后进入第一正构化反应器19A，进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷，然后经第二正构化进料加热器18B加热后进入第二正构化反应器19B，继续进行正构化反应；

(iii)第二正构化反应器19B底部得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器17换热后进入脱轻塔11。

生产正丁烷的方法采用的工艺条件如下：

脱轻塔11的操作条件包括：压力为1.8MPaG，塔顶操作温度为50℃，塔板数为80；

正丁烷成品塔14的操作条件包括：压力为0.5MPaG，塔顶操作温度为45℃，塔板数为130；

两台正构化反应器均为下行式固定床反应器，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。

上述工艺得到的结果如表2所示。

结果表明，采用本实施例的装置和方法制正丁烷，异丁烷转化率≥50％，生成正丁烷的选择性≥80％。

表2实施例2物料平衡表

实施例3

采用如图3所示的生产正丁烷的装置。

该装置包括：加氢反应器1、加氢进出料换热器2、加氢进料加热器3、加氢分离装置、脱轻塔11、正丁烷成品塔14、正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A、第二正构化进料加热器18B、第一正构化反应器19A和第二正构化反应器19B；其中，

不饱和液化气进料管线连接加氢进出料换热器2、加氢进料加热器3后连接加氢反应器1上部；

加氢反应器1底部连接加氢进出料换热器2后连接加氢热分离罐6；加氢热分离罐6顶部依次连接加氢后冷器4和加氢冷分离罐7，加氢冷分离罐7顶部依次连接压缩机吸入罐8、压缩机9后与碳四进料管线合并，然后连接加氢进出料换热器2；加氢冷分离罐7底部连接加氢热分离罐6；加氢热分离罐6底部连接脱轻塔11；

脱轻塔11底部出料管线连接正丁烷成品塔14，脱轻塔11底部设置有脱轻塔再沸器13，脱轻塔11顶部连接脱轻塔冷凝器12，未冷凝部分作为脱轻塔顶不凝气25排出，冷凝得到的液相和脱轻塔11顶部出料管线作为C₂/C₃液相26排出；

正丁烷成品塔14顶部连接正丁烷成品塔冷凝器15，所得液体和正丁烷成品塔14上部出料依次连接正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A后连接第一正构化反应器19A顶部入口，第一正构化反应器19A底部出口连接第二正构化进料加热器18B后连接第二正构化反应器19B顶部入口；正构化反应器19B底部出口连接正构化进出料换热器17后连接脱轻塔11；正丁烷成品14塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线、直接与正构化进出料换热器17连接的高纯异丁烷进料管线以及正构化补充氢气进料管线。

利用该装置生产正丁烷的方法包括：

(a)由界外来的不饱和液化气20与压缩机返回氢气混合进入加氢进出料换热器2，再经加氢进料加热器3升温至240℃，最后进入加氢反应器1将烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H₂S和NH₃；

(b)加氢反应器1底部出料经与加氢进料换热后降温至80℃后先进入加氢热分离罐6进行气液分离，顶部气相经过加氢后冷器4冷却至40℃后进入加氢冷分离罐7，加氢冷分离罐7顶部气相经压缩机吸入罐8进入压缩机9后大部分作为循环氢气返回加氢反应器1，并通过泄放管线释放驰放气21维持循环氢系统内非氢气体含量稳定，加氢冷分离罐7底部连接加氢热分离罐6，加氢热分离罐6底部液相进入脱轻塔11；

(c)新鲜氢气作为加氢补充氢气24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增压后与不饱和液化气20一起进入加氢进出料换热器2；

(d)加氢热分离罐6底部物料与正构化反应后碳四、饱和液化气21混合进入脱轻塔11，通过精馏分离，塔顶气相脱除H₂S，NH₃等不凝气，液相脱除碳二、碳三等轻组分，底部物料与富含正/异丁烷的饱和碳四30共同进入正丁烷成品塔14，通过精馏分离由正丁烷成品塔14侧线得到正丁烷产品27，塔釜得到碳五重组分28；

(e)由正丁烷成品塔14顶部采出富含异丁烷的混合物与界外新鲜氢气即正构化补充氢气22和高纯异丁烷29混合，经过正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A加热至160℃后进入第一正构化反应器19A，在此将异丁烷转化为正丁烷，第一正构化反应器19A出料经第二正构化进料加热器18B加热至160℃后进入第二正构化反应器19B继续进行正构化；

(f)第二正构化进料加热器19B塔釜得到的正构化反应后碳四物料经正构化进出料换热器17换热后循环进入脱轻塔11。

生产正丁烷的方法采用的工艺条件如下：

加氢反应器1为下行式固定床反应器，反应器入口温度为240℃，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2.0h^-1；

脱轻塔11的操作条件包括：压力为1.8MPaG，塔顶操作温度为50℃，塔板数为80；

正丁烷成品塔14的操作条件包括：压力为0.5MPaG，塔顶操作温度为45℃，塔板数为130；

两台正构化反应器均为下行式固定床反应器，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。

上述工艺得到的结果如表3所示。

结果表明，采用本实施例的装置和方法制正丁烷，加氢后烯烃含量≤1000ppm，正构化反应中异丁烷转化率≥50％，生成正丁烷的选择性≥80％。

表3实施例3物料平衡表

实施例4

采用如图4所示的生产正丁烷的装置。

该装置包括：加氢反应器1、加氢进出料换热器2、加氢进料加热器3、加氢分离装置、脱轻塔11、正丁烷成品塔14、正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A、第二正构化进料加热器18B、第一正构化反应器19A和第二正构化反应器19B；其中，

不饱和液化气进料管线连接加氢进出料换热器2、加氢进料加热器3后连接加氢反应器1上部；

加氢反应器1底部连接加氢进出料换热器2后连接加氢后冷器4和加氢分离罐5；加氢分离罐5顶部依次连接压缩机吸入罐8、压缩机9后与碳四进料管线合并，然后连接加氢进出料换热器2；加氢分离罐5底部连接脱轻塔11；

脱轻塔11底部出料管线连接正丁烷成品塔14，脱轻塔11底部设置有脱轻塔再沸器13，脱轻塔11顶部连接脱轻塔冷凝器12，未冷凝部分作为脱轻塔顶不凝气25排出，冷凝得到的液相和脱轻塔11顶部出料管线作为C₂/C₃液相26排出；

正丁烷成品塔14顶部连接正丁烷成品塔冷凝器15，所得液体和正丁烷成品塔14上部出料依次连接正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A后连接第一正构化反应器19A顶部入口，第一正构化反应器19A底部出口连接第二正构化进料加热器18B后连接第二正构化反应器19B顶部入口；正构化反应器19B底部出口连接正构化进出料换热器17后连接脱轻塔11；正丁烷成品14塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线、直接与正构化进出料换热器17连接的高纯异丁烷进料管线以及正构化补充氢气进料管线。

利用该装置生产正丁烷的方法包括：

(a)由界外来的不饱和液化气20与压缩机返回氢气混合进入加氢进出料换热器2，再经加氢进料加热器3升温至240℃，最后进入加氢反应器1将烯烃加氢饱和并把微量有机硫氮转化为H₂S和NH₃；

(b)加氢反应器1底部出料经与加氢进料换热后降温至80℃后先进入加氢后冷器4冷却至40℃，然后进入加氢分离罐5进行气液分离，加氢分离罐5顶部顶部气相经压缩机吸入罐8进入压缩机9后大部分作为循环氢气返回加氢反应器1，并通过泄放管线释放驰放气21维持循环氢系统内非氢气体含量稳定，加氢分离罐5底部连接脱轻塔11；

(c)新鲜氢气作为加氢补充氢气24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增压后与不饱和液化气20一起进入加氢进出料换热器2；

(d)加氢分离罐5底部物料与正构化反应后碳四、饱和液化气21混合进入脱轻塔11，通过精馏分离，塔顶气相脱除H₂S，NH₃等不凝气，液相脱除碳二、碳三等轻组分，底部物料与富含正/异丁烷的饱和碳四30共同进入正丁烷成品塔14，通过精馏分离由正丁烷成品塔14侧线得到正丁烷产品27，塔釜得到碳五重组分28；

(e)由正丁烷成品塔14顶部采出富含异丁烷的混合物与界外新鲜氢气即正构化补充氢气22和高纯异丁烷29混合，经过正构化进出料换热器17、第一正构化进料加热器18A加热至160℃后进入第一正构化反应器19A，在此将异丁烷转化为正丁烷，第一正构化反应器19A出料经第二正构化进料加热器18B加热至160℃后进入第二正构化反应器19B继续进行正构化；

(f)第二正构化进料加热器19B塔釜得到的正构化反应后碳四物料经正构化进出料换热器17换热后循环进入脱轻塔11。

生产正丁烷的方法采用的工艺条件如下：

加氢反应器1为下行式固定床反应器，反应器入口温度为240℃，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2.0h^-1；

脱轻塔11的操作条件包括：压力为1.8MPaG，塔顶操作温度为50℃，塔板数为80；

正丁烷成品塔14的操作条件包括：压力为0.5MPaG，塔顶操作温度为45℃，塔板数为130；

两台正构化反应器均为下行式固定床反应器，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。

上述工艺得到的结果如表4所示。

结果表明，采用本实施例的装置和方法制正丁烷，，加氢后烯烃含量≤1000ppm，正构化反应中异丁烷转化率≥50％，生成正丁烷的选择性≥80％。

表4实施例4物料平衡表

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，并且也不限于所披露的各实施例。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。

Claims (8)

1.一种生产正丁烷的装置，其特征在于，该装置包括：脱轻塔、正丁烷成品塔、正构化进出料换热器、正构化进料加热器和正构化反应单元；其中，

饱和液化气进料管线连接脱轻塔；

脱轻塔底部出料管线连接正丁烷成品塔；

正丁烷成品塔顶部依次连接正构化进出料换热器后连接正构化反应单元入口；正构化反应单元出口连接正构化进出料换热器后连接脱轻塔；正丁烷成品塔侧线连接有正丁烷产品采出管线；

所述正构化反应单元包括单台正构化反应器或者两台串联的正构化反应器，每台正构化反应器前均设置有所述正构化进料加热器；

该装置还设置有直接与正丁烷成品塔连接的富含正/异丁烷的饱和碳四进料管线，以及直接与正构化进出料换热器连接的高纯异丁烷进料管线；

该装置还包括加氢反应器、加氢进出料换热器、加氢进料加热器、加氢分离装置；其中，

不饱和液化气进料管线连接加氢进出料换热器、加氢进料加热器后连接加氢反应器上部；

加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢分离装置，加氢分离装置顶部依次连接压缩机吸入罐、压缩机后与不饱和液化气进料管线合并，然后连接加氢进出料换热器；

加氢分离装置底部连接脱轻塔。

2.根据权利要求1所述的生产正丁烷的装置，其特征在于，所述加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐；加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后连接加氢热分离罐，加氢热分离罐顶部依次连接加氢后冷器和加氢冷分离罐，加氢冷分离罐顶部连接压缩机吸入罐；加氢冷分离罐底部连接加氢热分离罐；加氢热分离罐底部连接脱轻塔；或者，

所述加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐；加氢反应器底部连接加氢进出料换热器后依次连接加氢后冷器和加氢分离罐，加氢分离罐顶部连接压缩机吸入罐，加氢分离罐底部连接脱轻塔。

3.一种采用如权利要求1所述的装置生产正丁烷的方法，其特征在于，所述方法包括以下三种工艺流程中的至少一种：

工艺流程I：

(1)饱和液化气进入脱轻塔脱除轻组分后进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(3)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

工艺流程II：

(1)富含正/异丁烷的饱和碳四进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(2)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(3)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

工艺流程III：

(1)由界外来的高纯异丁烷作为正构化进料经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(2)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔；

(3)脱轻塔塔釜物流进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(4)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器换热后进入正构化反应单元进行正构化反应；

工艺流程Ⅳ：

(a)由界外来的不饱和液化气经加氢进出料换热器换热后进入加氢反应器将烯烃加氢饱和并脱除杂质；

(b)加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器后进入加氢分离装置，分离出的氢气经压缩机吸入罐进入压缩机，然后返回加氢反应器，加氢分离装置底部物料进入脱轻塔；

(c)脱轻塔底部物料进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(d)所述富含异丁烷的C₄物流经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(e)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后与加氢分离装置底部物料一起进入脱轻塔。

4.根据权利要求3所述的生产正丁烷的方法，其特征在于，所述方法包括以下步骤：

(i)饱和液化气与换热后的正构化反应单元得到的正构化反应后碳四进入脱轻塔，脱除轻组分后与富含正/异丁烷的饱和碳四共同进入正丁烷成品塔，通过精馏分离由塔侧线得到正丁烷产品，塔釜得到碳五重组分，塔顶采出富含异丁烷的C₄物流；

(ii)所述富含异丁烷的C₄物流与由界外来的高纯异丁烷混合后，经正构化进出料换热器进入正构化反应单元进行正构化反应，将异丁烷转化为正丁烷；

(iii)正构化反应单元得到的正构化反应后碳四经正构化进出料换热器换热后进入脱轻塔。

5.根据权利要求3所述的生产正丁烷的方法，其特征在于，步骤(b)中，当加氢分离装置包括加氢热分离罐、加氢后冷器和加氢冷分离罐时，加氢反应器底部出料经加氢进出料换热器降温至50～100℃后进入加氢热分离罐，加氢热分离罐顶部气相经过加氢后冷器冷却至20～50℃后进入加氢冷分离罐。

6.根据权利要求3所述的生产正丁烷的方法，其特征在于，步骤(b)中，当加氢分离装置包括加氢后冷器和加氢分离罐时，加氢反应器底部物料经加氢进出料换热器换热后，再经加氢后冷器冷却至20～50℃后进入加氢分离罐。

7.根据权利要求3-6中任意一项所述的生产正丁烷的方法，其特征在于，

所述正构化反应器为固定床反应器，操作条件包括：反应器入口温度为100～250℃，压力为1.0～4.0MPaG，液体体积空速为1～20h^-1；

所述脱轻塔的操作条件包括：压力为1～3MPaG，塔顶操作温度为30～90℃，塔板数为30～150；

所述正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50～150；

所述饱和液化气为富含丙烷、异丁烷、正丁烷及少量碳二、碳三、碳五烷烃的组分，其中烯烃含量小于1wt％；

所述富含正/异丁烷的饱和碳四为烯烃含量1wt％以下的富含异丁烷和正丁烷的物流；

所述高纯异丁烷为异丁烷含量高于90wt％，烯烃含量小于1wt％的碳四物流。

8.根据权利要求3-6中任意一项所述的生产正丁烷的方法，其特征在于，

所述加氢反应器为固定床反应器，操作条件包括：反应器入口温度为160～300℃，压力为1.5～4.5MPaG，氢油摩尔比为0.2～5，液体体积空速为0.5～6h^-1；

所述不饱和液化气选自油田伴生气，气田伴生气，炼厂液化气和乙烯装置醚后碳四中的至少一种，其中烯烃含量为5～90wt％。

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