CN101160275A - 溶剂萃取丁二烯 - Google Patents

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Abstract

从每个分子具有4个碳原子的烃的混合物中溶剂萃取丁二烯的方法，该方法固有地产生焦油，在相对与所用溶剂的焦油含量不超过约1.6wt.％的条件下操作该萃取过程。

Description

溶剂萃取丁二烯
发明背景
发明领域
本发明涉及从每个分子具有4个碳原子的烃类(C4’s)的混合物中溶剂萃取丁二烯。
现有技术描述
烃的热裂解是广泛应用于生产各种烯烃产品例如乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳烃如苯、甲苯和二甲苯的石油化工过程。在这类烯烃生产装置中，烃原料例如乙烷、石脑油、瓦斯油或全原油的其他馏分等与水蒸气混合，水蒸气作为稀释剂保持烃分子的分离。该混合物预热后，在裂解炉(蒸汽裂解炉或裂解炉)中在约1450-1550华氏度(F)的升高的温度下进行剧烈的烃热裂解。
从裂解炉中流出的裂解产物含有热的、气态的饱和的和不饱和的烃，每个分子的碳原子数从1到35(C1-C35)之间变化较大。这个裂解炉产物然后经过进一步处理以生产出多种分开的高纯度产物流(如分子氢、乙烯和丙烯)作为该烯烃装置的产品。这些物流分离后，剩余的裂解产物基本上含有每个分子的碳原子为4(C4’s)或4以上的烃。该剩余物被导入脱丁烷塔，其中粗C4物流作为塔顶产物被分离，而C5和更重的物流作为塔底产物被除去。
该粗C4物流含有多种化合物，如正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯(顺式和反式)、异丁烯、丁二烯(1，2-和1，3-)、乙烯基乙炔和乙基乙炔，所有这些化合物已知在窄范围内沸腾，美国专利No.3,436,438。而且，一些这类化合物能够形成共沸物。因此，粗C4’s被认为很难通过简单的精馏进行分离。
除去炔烃后，粗C4馏分通常进入丁二烯萃取单元用于从该馏分中分离丁二烯。此后，例如通过与甲醇反应生成甲基叔丁基醚(mtbs)，可以除去异丁烯。然后丁烯可以从mtbs中蒸馏出来，并通过简单的蒸馏将2-丁烯与1-丁烯分离。
从粗C4化合物中分离丁二烯的主要方法在技术上称之为“分馏萃取”，但更普遍称为“溶剂萃取”或“萃取蒸馏”。无论如何表述，该方法采用对更易极化的丁二烯比对粗C4物流分离中其他烯烃有更高的配位亲和力的疏质子的极性化合物。用于该方法的已知溶剂包括乙腈、二甲基甲酰胺、糠醛、N-甲基-2-吡咯烷酮、丙酮、二甲基乙酰胺等。该方法和它使用的溶剂众所周知，美国专利No.2,993,841和4,134,795。同样众所周知，该类型的方法固有地在内部产生焦油类(焦油)，如果不进行控制，会影响分离后作为该方法的产品的丁二烯的质量，甚至堵塞设备，由此导致昂贵的且耗时的装置停车和装置清理。因此，在使用该方法的工业界中一直在不断努力寻找降低设备中焦油形成和沉积的溶剂。
本发明采取了不同于工业界的策略来致力于控制在丁二烯萃取单元中焦油的形成和沉积，其中该策略是控制焦油但并不改变在这类方法中使用的已知的溶剂。
此前，在如下面图1-4所示的丁二烯萃取装置中，其中使用主溶剂和助溶剂，一直教条地认为系统中循环的溶剂混合物(主溶剂和助溶剂)中悬浮一定含量的焦油是必需的，用以保持在整个系统中焦油形成和沉积的最小值。因此，要求这类萃取装置的操作人员务必将混合溶剂混合物中焦油的水平(含量)维持在不低于2wt.％，和焦油和助溶剂的总含量为5wt.％，两个重量百分数都基于在系统中循环的溶剂混合物和焦油的总重量。例如，已知Nippon-Zeon设计的用于该类装置的不变的操作说明书要求焦油含量最低为2wt.％且焦油和助溶剂的合并的含量为5wt.％，即，2wt.％的焦油和3wt.％的助溶剂，剩余的是95wt.％的主溶剂。这些设计标准被这类装置的操作人员盲目遵从。
发明概述
已经发现，在此前厂家认为必须要求的焦油含量下，没有实现对焦油形成的控制(最小化)。同时也发现，在厂家认为必需的上述焦油和焦油/助溶剂的含量下，焦油的形成和沉积也没有得到控制。事实上已经发现，在工业规定的含量下，焦油的存在非但没有控制焦油的形成，而是产生了更多的焦油。
根据本发明，通过刻意地将丁二烯萃取系统中焦油的含量维持在基本上低于工业中认为阻止焦油形成和沉积的必需的含量，即，在溶剂(只有主要溶剂或主溶剂和助溶剂)和焦油系统中，焦油含量不超过约1.6wt.％，焦油的形成和沉积得到了控制。
令人惊讶地发现，应用本发明的焦油含量，作为一个整体的萃取系统变得自清洁，其中实际上降低了系统中焦油形成的速率，并减少了存在的焦油沉积物。
进一步发现，就在那里形成的焦油而言，当焦油含量维持在不超过约1.6wt.％和焦油和助溶剂的总含量同时维持在低于5wt.％时，建立了基本上自清洁的萃取系统，两个wt.％都基于在系统中存在并循环的溶剂和焦油的总重量。
最后发现，可以仅仅通过改变这类装置中通常采用的溶剂回收系统来达到这类系统中的这一焦油和焦油/助溶剂的含量。
附图简要说明
图1显示了采用主溶剂和助溶剂的用于商业化设计的第一萃取塔线路。
图2显示了通常与图1的线路合并的第二萃取塔线路。
图3显示了用于含有图1和图2所示的萃取线路的萃取装置的溶剂回路。
图4显示了通常应用于图3的溶剂回路中的再沸器。
图5显示了根据本发明一个实施方案操作的由图4改造的再沸器。
发明详述
虽然出于清晰和简洁的目的，本发明以Nippon-Zeon型设计进行讨论，但应明白，只要能够实现本发明的焦油最小化的优点，本发明也可应用于其他的设计。
图1显示了萃取单元的第一部分，它包括第一再沸腾的丁二烯萃取塔1，粗C4原料2导入该萃取塔内。进料2通常首先进入再沸蒸发罐(未显示)，然后从蒸发罐沿所述萃取塔高度的一个或多个点进入萃取塔1内。贫溶剂3(基本上不含C4)在原料2导入点的上方导入塔1以使得密度较高的下降的溶剂3能与在塔1内上升的原料2逆流接触。溶剂3以已知的方式从进料2中萃取丁二烯。溶剂3含有焦油，但基本上不含丁二烯。溶剂3是系统中大量存在的主溶剂。一个助贫溶剂4可以少量地与主溶剂3混合，例如，主溶剂等于或大于以混合的溶剂总重量计的50wt.％，和助溶剂少于以混合溶剂总重量计的50wt.％。溶剂3和溶剂4含有焦油，但基本上不含丁二烯。
此前，现有工艺刻意地且严格地将溶剂3和溶剂4的混合溶剂中焦油的含量维持在不低于以混合溶剂和焦油含量总重量计的2wt.％。通过本发明，该焦油含量不超过约1.6wt.％。此前，现有工艺同样严格维持溶剂3和4和焦油的混合物中助溶剂4和焦油的含量不低于5wt.％。通过本发明，助溶剂和焦油的含量低于5wt.％。所有的wt.％均以溶剂3、溶剂4和焦油的总重量计。
萃取塔1的顶端有常规的回流线路，为了清晰起见而没有显示，但它与反萃取塔10的回流线路相似。从这个线路中除去萃余液5(C4进料2基本上减去其丁二烯含量)用于在别处进行进一步处理。塔1有常规的再沸器环路6用于加热该塔。
来自塔1的塔底产物7是丁二烯和溶剂的混合物，它被输送到第一再沸反萃取塔10，用以将溶剂与丁二烯分离。与该溶剂分离后，丁二烯主要作为塔10的塔顶馏出物在线路11中回收并进入由至少一个热交换器12和回流罐13组成的常规的回流线路。液相回流经过线路14返回到塔10，而富含丁二烯的蒸汽物流在线路15回收以输送到图2所示的压缩步骤。
来自塔10的塔底产物16主要是贫溶剂(主溶剂和助溶剂)和在萃取系统中已经形成的焦油，其中至少部分被移出用于回收和作为贫溶剂再次应用于萃取系统。
图2显示了整个萃取单元的第二部分，它包括压缩单元20，它接收富含丁二烯的蒸汽流15并使其经过至少一个压缩操作，例如，压缩步骤后进行热交换和液体分离后进行第二个压缩步骤。来自第一反萃取塔10的这个压缩的物料经过线路21导入第二再沸腾的丁二烯萃取塔22。贫溶剂23，包括主溶剂和助溶剂，在塔顶附近进入塔22以使得溶剂与图1中塔1所述相同的方式沿塔23下降时与上升的进料21逆流接触。
按照现有工艺已知的方式操作塔22，回收富含丁二烯的塔顶产物24并经过由热交换器25和回流罐26组成的常规的回流线路。回流液27被分开，一部分经线路28返回塔22，和一部分经线路29输送到第一再沸分馏器30。在蒸馏塔30中，物流29被拔顶，比丁二烯轻的物料在塔顶通过线路31经过常规的回流线路(没有标出)被除去用于最终从该萃取单元除去以用于装置的其它地方，如作为燃料。塔30的塔底产物经线路32导出并进入再沸分馏器33，其中比丁二烯重的物料作为塔底产物经线路34排出，用于装置的其它地方，如作为燃料。来自塔33的塔顶产物35经过常规的回流线路(没有标出)，然后作为烯烃装置的丁二烯产品被导出。
塔22的塔底产物40主要含有溶剂、焦油和微量的丁二烯和炔类(C3和C4)，且该塔底产物被输送到再沸丁二烯回收塔41。塔41通常没有用于其塔顶产物42的回流线路。塔顶产物42直接返回到第一反萃取塔10的线路11，并最终作为压缩装置20的进料15。塔41的塔底产物43主要是溶剂、焦油和炔类，被输送到第二个再沸反萃取塔44，其中轻物料从溶剂和焦油中反萃取出来，并在塔顶回收用于装置的其它地方，如燃料。塔44通常有回流线路(没有标出)。塔44的塔底产物46主要含有溶剂和溶剂中原有的焦油和在丁二烯萃取过程中生成的焦油，且回收该塔底产物以再次应用于包括溶剂回收单元的丁二烯萃取过程。
图3显示了图1和图2合并的萃取过程的溶剂回路。图3显示了第一萃取塔1通过线路7与第一反萃取塔10连接，见图1。图3也显示了第二萃取塔22通过线路43与第二反萃取塔44连接(间接通过塔41)，为了清晰起见线路40和塔41没有标出。第一反萃取塔10的塔底产物16和第二反萃取塔44的塔底产物46混合成一个共同的物流50，该物流作为贫溶剂在塔1和塔10中再次使用，用于从新的进料2(图1)中萃取另外的丁二烯。
取出混合溶剂物流50的一小部分作为侧线物流51，在溶剂回收单元52中进行处理以除去所有的或基本上所有的焦油。基本上不含焦油的溶剂通过线路53返回到公用线路50。通过线路59将在单元52中已经与溶剂分离的焦油从该过程中导出，用于在该萃取单元外进行其它处理。含焦油的回收溶剂和基本上不含焦油的回收的溶剂的混合物流经线路54通过至少一个热交换器55，然后通过线路56进入萃取塔1和22以作为贫溶剂再次使用，物流56在萃取塔1和22之间分别被线路57和58分流。在线路57和58之间的分流不必是相等的，通常的实践是大部分(多于以物流56的物流总重量计的50wt.％)进入萃取塔1，且剩余的进入萃取塔10。通常是85/15的分流。
为了清晰起见，物流16和46，无论是单独的还是混合的，在这里被表述为溶剂/焦油的“主要的”混合物，如主要的贫溶剂物流；而物物流51和53这里被表述为溶剂/焦油的“次要的”混合物。物流53是基本上不含有焦油的次要的贫溶剂物流，且该物流用于在整个溶剂循环中保持所希望的焦油含量。
在如图1和2合并的萃取装置的现有工艺操作中，从主要的物流50中分流出的次要的侧线物流51的量(体积或质量)是变化的，以使得不含焦油的次要物流53与主要物流混合形成物流54后，得到的主要物流54的焦油含量基本上符合装置设计要求，例如，在本发明以前的工业中规定的不低于2wt.％的焦油含量。操作人员利用侧线物流51的量，和在该侧线物流返回到主要的溶剂物流前在单元52中从该侧线物流中除去的焦油量，来实现这个焦油含量2wt.％的目标。操作人员可利用经线路4(图1)加入的次要溶剂的量获得上述的次要溶剂/焦油的相对关系，例如，次要溶剂4加焦油等于5wt.％，且该次要溶剂的加入量也影响加入以组成物流54的不含焦油的物流53的量。这样，可见，虽然系统中焦油总含量的控制容易陈述，但在整个萃取单元的实际操作中却很难实现。然而，这类装置的操作人员技术熟练，能够控制该单元基本上达到目标焦油含量。这就是他们此前要严格维持焦油含量的最小值为2wt.％，和以后能维持焦油含量不超过1.6wt.％的原因。
图4显示图3中的溶剂回收器52可以是釜型再沸器60。这类设备的工艺在本领域众所周知。再沸器60现有操作工艺是，将热的(大约325)、稍微加压(大约20psia)的次要溶剂物流51注入再沸器60底部的焦油体相以下。再沸器60内部的主体压力比物流51低例如约5psia，溶剂从比存在于物流51中的溶剂更难蒸发的分子量更高的焦油中蒸发出来。相应地，基本上不含焦油的溶剂应该在塔顶在线路54中回收，由此留下焦油61积累在再沸器60中。这样，再沸器60内部存在焦油、主溶剂和助溶剂的混合物61，如果有的话，它有一个上部的焦油液面62，该液面以上是蒸汽空间63，其中仅仅有溶剂蒸汽存在并通过线路54回收。再沸器60在正确操作时，线路54中回收的溶剂应该不含焦油，即，基本上不含有焦油。
虽然为了简单起见，图3中显示的是次要的贫溶剂53与主要的贫溶剂50混合，但贫溶剂53通常是收集在一个溶剂精制接收器(没有标出)中，然后重新导入图3的溶剂回路，用作萃取单元中采用的各种溶剂泵的泵密封清洗液。
将溶剂蒸发后留下的混合物61中的焦油收集在再沸器60的下部，且当如此收集的焦油的量达到目标水平时，例如，再沸器混合物61的焦油含量以混合物61的总重量计为约30wt.％至约40wt.％时，收集的焦油经线路59从再沸器和萃取系统中移出(倾倒)。给定的萃取塔系统中焦油产生速率的测量，是在给定时间段内必须进行的再沸器60的排放次数。例如，根据本发明，假定物流51的进料速率相同和整个萃取操作条件相同，以溶剂和焦油总重量计的1wt.％的系统焦油含量，会导致再沸器约每5.5天排放一次，而现有工艺的2wt.％的系统焦油含量会导致再沸器约每3天排放一次。
在图1、2和3阐明的实施方案中，溶剂回收单元52按照现有工艺的设计要求进行操作。这意味着萃取单元和过程应严格按照以下方式进行操作：54-58的主要的溶剂物流，物流54和58均包括在内，焦油含量不低于2wt.％。这是以2wt.％的焦油能够防止不希望的系统中的焦油积累和沉积为前提的。当使用助溶剂时，以现有工艺操作萃取过程不仅要维持焦油含量最小目标值为2wt.％，而且也要严格维持系统中焦油加助溶剂的总量不少于5wt.％。
我们发现即使当保持焦油目标含量为2wt.％时，系统中仍倾向于产生焦油，即，焦油产生焦油。当维持焦油含量为2wt.％且助溶剂含量为3wt.％时，情况也一样。
根据本发明，令人惊讶且出乎意料地发现，当维持焦油含量不超过约1.6wt.％时，系统变得可以自清洁，因为在建立并保持1.6wt.％或更低的焦油含量之前，设备内部已经存在的焦油沉积物开始消失。当维持本发明中的焦油含量，同时也维持焦油和助溶剂的总含量低于5wt.％时，情况也是一样。所有的wt.％基于溶剂和焦油的总重量。此处请注意，本发明不包括系统中使用的溶剂焦油含量为0wt.％的情况。溶剂中的焦油应该有一些限定的量，它应该是不高于约1.6wt.％，优选低于1.6wt.％，更优选从最小值约0.1wt.％到最大值小于1.6wt.％，所有的wt.％基于溶剂和焦油的总重量。
为了能够实现本发明中的较低焦油含量的目标，需要移出更大量的次要物流51，用以在溶剂回收单元52的再沸器60中进行处理，以从萃取系统中持续地除出更大量的焦油。在本发明的实践中，至少约0.5wt.％，最好是约0.5-约40wt.％的主要物流50，被分离形成次要物流51，所有的wt.％基于物流50的总重量。
然而在实际操作中发现，使用图4的设备时要维持系统中总焦油含量低于1.6wt.％是不可能的。发现问题在于再沸器本身。当微加压的热物流51被注入如图4所示的再沸器60中的焦油体相61时，发现在焦油体相表面62以下发生的溶剂闪蒸以及为维持总焦油含量不超过1.6wt.％而增加的物流51的体积，导致焦油产生泡沫并且这种泡沫进入蒸汽空间63。这种起泡导致不希望的且以前也从未经历过的现象：焦油被夹带进入了预计基本上不含焦油的塔顶产物流53中。
根据本发明，在注入到同一焦油液面62以下之前，物流51被冷却到防止溶剂在液面62以下的焦油中闪蒸的温度，从而防止起泡和防止焦油被夹带进入物流53。因此，在本发明的实施方案中，进料51的温度应该不高于约160-约180。
一旦理解了本发明，对于本领域技术人员来说，其他的方案将会是显然的，它们也被认为是本发明的一部分。例如，图5举例说明了一个这类可供选择的方案。图5显示了与图4相同的设备，除了将物流51更改线路为由线路70将物流51导入再沸器60中焦油液面62上方的蒸汽空间63以外。在这个实施方案中，微加压的热物流51不需要进行冷却，且可被注入蒸汽空间63中而无需担心焦油被夹带进入物流53，因为物流51中的溶剂是在蒸汽空间63中而不是在表面62以下的焦油体相61的内部闪蒸，故不会产生泡沫。当然，可结合采用较冷的物料进入再沸器60的底部和较热的物料进入再沸器60的蒸汽空间。
本发明中使用的溶剂可以与上文中讨论的现有工艺使用的溶剂相同。尽管本发明还可以使用其他溶剂，但特别有效的是二甲基甲酰胺(DMF)和糠醛。当DMF和糠醛一起使用时，目前首选是大量使用DMF而剩余的小部分使用糠醛，例如，DMF至少为约90wt.％而糠醛少于约10wt.％，两者都基于DMF和糠醛合并的总重量。当使用两种溶剂的混合物时，助溶剂的存在量可为该混合物总重量的约0.1-约3.0wt.％。
无论过程如何进行，任何丁二烯萃取单元的正常操作固有地产生C4化合物的长链。这些长链是由单体例如丁二烯、乙烯基乙炔、糠醛等形成的聚合物(焦油)。这些聚合物可以是均聚物如聚丁二烯，或共聚物如丁二烯和乙烯基乙炔的共聚物。随着在萃取系统中停留时间的延长，聚合物由较低分子量(较轻且相对易挥发)增长为较高分子量(较重且不易挥发)。通常，相对于C4化合物，它们是分子量更高的物质。这些聚合物的变化范围如下：从在丁二烯萃取单元占主要的正常操作时的多种温度和压力条件下具有抗挥发性的那些，到在遍及萃取单元的任何占主要的温度和压力条件下完全不挥发的那些；较低分子量的聚合物简单地是当长时间暴露于萃取单元的操作条件下时会按它们的方式变成较高分子量的聚合物的那些。因此，这些聚合物很难——即使并非不可能——被进一步量化。但是因为聚合物在萃取过程中普遍存在，因此对这些物质进行官能化的描述就可以为工艺提供足够的信息。确定完全不挥发的且以液体形式存在于萃取塔用的贫溶剂中的焦油的量的常规测试程序是在212和28英寸汞柱压力条件下加热此类液体样品2小时。剩余的未挥发物构成样品中的焦油部分。本发明中所描述的焦油可包括较轻和较重分子量的物质，并因此没有严格限定于上述测试程序所确定的焦油。
根据实践，本发明与现有工艺比较有几个优点。第一，萃取塔单元停车(以清理和维护)之间的连续操作时间增加，且基本上没有基于焦油沉积的这类停车。这大量节省了维护费用、降低了生产损失。再沸器6和17、和溶剂热交换器55最先发现由于焦油沉积引起的堵塞的信号。然后许多塔本身可经历焦油沉积和潜在的堵塞。本发明大量降低了——即使没有消除——将焦油沉积清理出此类设备的需要。当在本发明的降低的焦油环境下运行时，尤其就焦油沉积物而言，能量消耗降低。最终，回收装置中损失的溶剂更少。
实施例1
使用用于萃取塔1的粗C4物料2来操作图1-4中所述萃取单元，物料2含有约6.8wt.％的正丁烷、约1.3wt.％的异丁烷、约13.5wt.％的1-丁烯、约10.3wt.％的2-丁烯(顺式和反式)、约27.9wt％的异丁烯、约39.5wt.％的丁二烯(1，2和1，3)、约0.5wt.％的乙烯基乙炔、和约0.1wt.％乙基乙炔，所有的wt.％都基于该进料的总重量。导入萃取塔1的物料2温度约为125、压力约65psig，和流量约为60,000磅/小时(pph)。
该萃取过程采用二甲基甲酰胺作为主溶剂和糠醛作为助溶剂。包括2wt.％的焦油含量，混合溶剂的总重量中含有约95wt.％的主溶剂和约3wt.％的助溶剂。导入萃取塔1的这些溶剂的温度为约104、压力为约48psig，和流量为约415,000pph。
萃取塔1运行时，塔底温度约260、压力80psig，和塔顶温度约110、压力约50psig，外部回流量约为45,000pph。萃取塔1产生约110的约35,000pph的萃余液(基本上不含丁二烯的C4化合物)。富含丁二烯的溶剂作为塔底产物7以约351,000pph的流量被移出并通入第一反萃取塔10。
反萃取塔10塔釜温度约为335，压力约为6psig，侧线14中的回流量约为45加仑每分钟(gpm)。从回流罐13中导出约60,000pph的富含丁二烯的气体15并通入压缩单元20。约30,000pph的气体15由压缩单元20进入第二萃取塔22。约415,000pph的混合的溶剂和焦油作为塔底产物16被移出并输送到再沸器60。塔底产物16温度约335、压力6psig。
压缩单元20采用两个阶段的压缩过程，并在两个压缩步骤之间进行热交换冷却。从单元20中导出约91和约90psig的溶剂并以约30,000pph的流量通入第二萃取塔22。
萃取塔22运行时，塔底温度约258、压力约48psig，塔顶温度约110、压力50psig，和回流量约30,000pph。以约50,000pph的流量导出萃取塔22的塔底产物40并通入丁二烯除去塔41。
塔41运行时，塔底温度约260、压力约5psig。以约3,000pph的流量将约210和5psig下的塔顶产物42输送到第一反萃取塔10。以约47,000pph的流量将塔底产物43输送到第二反萃取塔44。
第二反萃取塔44运行时，塔底温度约325、压力3.5psig，回流量约12gpm。以约45,000pph的流量将塔底产物46导入再沸器60。塔顶产物45从萃取单元中移出。
萃取塔22的塔顶产物24经过线路29进入第一分馏塔30，流量约27,000pph。塔30运行时，塔釜温度约为116、压力约53psig，塔顶液全部回流。塔底产物32被输送到第二分分馏塔33，用于将剩余的溶剂与丁二烯产品最终分离。塔33运行时，塔底温度约140、压力70psig，回流量约180,000pph。最终的丁二烯产品为塔顶流35被移出，流量约26,000pph。塔底产物34从萃取过程中移出。
再沸器60维持温度约190、压力约-9psig(5psia)。进料51(来自反萃取塔10的塔底产物16和反萃取塔44的塔底产物46的混合物)进入再沸器60时，温度约325、压力约5psig(20psia)、流量约1,700pph。物流51中的焦油的含量约占物流51重量的2wt.％，其余是DMF(约95wt.％)和糠醛(约3wt.％)，所有wt.％是基于物流51的总重量。助溶剂(糠醛)和焦油的含量占物流51重量的约5wt.％。此焦油含量下再沸器60要求每月清空超过9次。
按照实施例1的条件运行时，整个萃取单元在需要停车清理焦油前的最长连续运行时间为31.7个月。
实施例2
重复实施例1的操作，不同的是将导入再沸器60的物流5的流量增加到约2,100pph(增加23.5％)和物流51的温度降低到约170、压力-10psig(4.7psia)。
在这些条件下萃取系统长时间运行至足以整体达到稳定后，物流51中的焦油含量已经降到基于物流51总重量的约1wt.％，和助溶剂和焦油的含量已经降到少于物流51总重量的5wt.％。
即使物流51的进料速率增加了23.5％，在降低的焦油含量下萃取单元的整体连续运行每月仅需要对再沸器60清空7次，以维持1％的焦油含量。
此外，当在这个降低的焦油含量下运行时，主溶剂的使用量降低了约25％，且萃取单元也具有自清洁效果，因为已存在的焦油沉积物后来发现体积逐渐减小。整个萃取系统中的设备的焦油结垢更少，尤其是在首先堵塞的热交换器6(例如，一个水蒸汽再沸器和至多两个溶剂再沸器)和17中。这明显降低了萃取单元的蒸汽使用量和费用。
根据这个实施例2，通过本发明的实践而发现的其它的优点是萃取单元的操作能力得到提高，这可以通过以更高的C4物料2的进料量和降低的能量消耗(实施例2中3,100btu/pound的丁二烯产品对比于实例1中4,400btu/pound的丁二烯产品)操作该单元而得到证实。
在这个实施例2的条件下进行操作时，萃取单元连续运行47个月而不需要停车以清理聚合物(焦油)。在第47个月时烯烃生产装置因整体停车以进行有规律的定期检修。检修期间，有经验的人员在塔内检查时发现，萃取塔1的上部的焦油比此前使用焦油含量最低值为2wt.％时运行32个月后还干净，这是自清洁的优点。
同时，在第47个月时的停车期间，按计划进行萃取塔1下部塔盘的拆除和清洗，这是以前现有工艺操作所必须的。然而，由于发现塔盘上焦油沉积物有限，所以仅需要在塔内原位用手清洗塔盘。仅这一项就节省了大量的维护时间和费用。
由于发现在萃取单元设备内聚合物沉积事实上大量减少，计划使单元运行60个月而不需要停车以清理聚合物。运转60个月的连续运转时间对该单元来说意味着该单元可与烯烃生产装置的整体运转时间相匹配。
该实施例2表明，本发明不仅降低了整个萃取过程中焦油的生成速率，而且对于已发生聚合物沉积的设备具有自清洁的效果。

Claims (11)

1.从沸点接近丁二烯的C4化合物的混合物中溶剂萃取丁二烯并回收丁二烯作为工艺产品的方法，其中使用至少一种贫溶剂实施至少一个溶剂萃取步骤，该贫溶剂从所述C4混合物中优先萃取丁二烯以形成载有丁二烯和在所述丁二烯萃取过程中形成的焦油的溶剂萃取流，所述萃取物经过反萃取操作以将所述溶剂和焦油与丁二烯分离，与所述溶剂和焦油分离的丁二烯作为该过程的产品被回收；回收溶剂和焦油的单独的主要混合物以重新用于所述至少一个溶剂萃取步骤，且其中所述溶剂和焦油的主要混合物的次要部分与所述主要混合物分离并使其经过回收步骤，在回收步骤中从所述次要部分和从所述萃取过程中除去大量的焦油，由此形成了基本上不含焦油的次要的贫溶剂流，并将所述次要的贫溶剂流重新导入所述萃取过程以吸收另外的丁二烯，其改进之处包括以这样的方式操作所述萃取过程：从所述萃取过程中除去足够量的焦油以将所述萃取过程中的焦油的量维持在不超过基于所述萃取过程中溶剂和焦油的总重量的约1.6wt.％的水平。
2.权利要求1的方法，其中在所述萃取过程中采用两种溶剂，第一种所述溶剂使用量大，第二种所述溶剂使用量小；包括所述回收步骤的所述萃取过程以下面的方式操作：将所述萃取过程中的助溶剂和焦油的总量维持在低于所述萃取过程中溶剂和焦油的总重量的5wt.％的水平。
3.权利要求1的方法，其中所述回收步骤使用至少一个带有塔顶蒸汽冷凝器系统的再沸器，其中溶剂从所述焦油中沸腾形成塔顶蒸汽，并被冷凝成基本上不含焦油的液体用以重新导入所述萃取过程，且焦油被留在所述再沸器中以从所述萃取过程中单独除去，所述再沸器中的所述焦油在所述再沸器中有上部液面，该液面上面是蒸汽空间，所述再沸器按照以下方式进行操作：进料到所述再沸器中的载有焦油的次要部分的溶剂是至少下面之一：1)以能够防止在所述再沸器中形成泡沫的温度从所述焦油液面的下方导入所述再沸器，和2)从所述焦油液面的上方导入所述再沸器蒸汽空间。
4.权利要求3的方法，其中充分冷却从所述焦油液面下方导入的所述载有焦油的溶剂以基本上避免所述焦油液面下方的所述溶剂的闪蒸。
5.权利要求3的方法，其中将从所述焦油液面上方导入的所述载有焦油的溶剂加热到使所述溶剂在所述焦油液面上方的所述蒸汽空间内至少部分闪蒸的温度。
6.权利要求2的方法，其中采用两个溶剂萃取塔，每个萃取塔都与反萃取塔单元相连用以分离载有焦油的溶剂以重新应用于包括所述回收步骤的所述萃取过程，合并来自于每个所述相连的反萃取塔的溶剂和焦油的主要混合物以形成溶剂和焦油的单一主要混合物，且在那里分出所述单一主要混合物的次要部分用于在所述回收步骤中分离焦油。
7.权利要求6的方法，其中所述回收步骤采用至少一个带有塔顶冷凝器系统的釜式再沸器，其中溶剂从所述焦油中沸腾形成塔顶蒸汽，并被冷凝成液体用以重新导入所述萃取过程，并且焦油被留在所述再沸器中以从所述萃取过程中单独除去，所述再沸器中的所述焦油具有上部液面，该液面上面是蒸汽空间，所述再沸器按照以下方式进行操作：进料到所述再沸器中的载有焦油的次要的溶剂是至少下面之一：1)以足以防止溶剂/焦油在所述再沸器中形成泡沫的温度在所述焦油液面下方导入所述再沸器并随后将焦油夹带到所述顶部，和2)在所述焦油液面上方的所述蒸汽空间导入所述再沸器。
8.权利要求2的方法，其中所述溶剂是二甲基甲酰胺和糠醛，所述二甲基甲酰胺的含量高于约90wt.％，和所述糠醛的含量低于约10wt.％，wt.％都基于溶剂和焦油的合并的总重量；且在所述回收的溶剂重新导入所述萃取过程之前，基本上所有的焦油已经从所述溶剂和焦油的主要混合物的所述次要部分中除去。
9.权利要求8的方法，其中所述溶剂和焦油主要混合物的所述次要部分是以所述主要混合物的总重量计占所述主要混合物的约0.1-约1.6wt.％。
10.权利要求9的方法，其中操作包括所述回收步骤在内的所述萃取过程以在所述萃取过程中同时维持：1)焦油含量低于1.6wt.％，和2)焦油和助溶剂的总含量低于5wt.％，所有wt.％基于所述萃取过程中溶剂和焦油的总重量。
11.权利要求1的方法，其中所述焦油是由C4化合物生成的聚合物，所述聚合物在所述萃取过程的温度和压力的操作条件下不容易蒸发。
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