CN104903279B - 丁二烯提取方法 - Google Patents

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Abstract

公开了用于从C4馏分回收1,3‑丁二烯的方法，其中所述丁二烯提取方法可以利用液环型压缩机在中压下运行。使用液环压缩机，连同本文中介绍的其他工艺方案，可以有利地减少资金和运行成本，与无压缩机方案相似，同时减轻与所述无压缩机方案较高的运行温度和压力相关的风险。因此，本文中公开的方法的实施方式包括常规设计的最佳特征(低压、有压缩机)与无压缩机设计的优点(低资金和运行成本)，以及本文中公开的系统独有的其他优点。

Description

丁二烯提取方法
技术领域
在此公开的实施方式涉及从混合烃流回收丁二烯。更具体地说，本文中公开的实施方式涉及改进的丁二烯提取方法，其中脱气塔在中压运行。
背景技术
丁二烯是重要的基础化学品，并用于，例如，制备合成橡胶(丁二烯均聚物，苯乙烯-丁二烯-橡胶或丁腈橡胶)或制备热塑性三元共聚物(丙烯腈-丁二烯-苯乙烯共聚物)。丁二烯还转化为环丁砜、氯丁二烯和1,4-六亚甲基二胺(通过1,4-二氯丁烯和己二腈)。丁二烯的二聚化还允许产生乙烯基环己烯，其可脱氢形成苯乙烯。
丁二烯可通过精炼工艺或通过热裂化(蒸汽裂化)工艺从饱和烃制备，在这种情况下石脑油通常用作原料。在石脑油的精炼或蒸汽裂化过程中，得到甲烷、乙烷、乙烯、乙炔、丙烷、丙烯、丙炔、丙二烯、丁烯、丁二烯、丁炔、甲基丙二烯、C4和更高级烃的混合物。
由于C4馏分的组分的相对挥发度差异小，从C4馏分获得1,3-丁二烯是复杂的蒸馏问题。因此，所述分离通过萃取蒸馏进行，即在添加萃取剂下进行的蒸馏，萃取剂沸点高于所述待分离的混合物并且增加待分离的组分的相对挥发度差异。使用合适的萃取剂可以通过萃取蒸馏从所提到的C4馏分得到粗1,3-丁二烯馏分，并且所述馏分随后在提纯蒸馏塔中被进一步提纯。
所述丁二烯回收工艺通常使用3-或4-塔萃取蒸馏系统以将混合C4流分离成产物馏分，包括轻质馏分/丁烷/丁烯流(提余液-1产物)；粗丁二烯产物，其可以送到常规蒸馏系统供进一步提纯；和C3炔烃(丙炔)和C4炔烃流，其可以送到例如选择性加氢单元。
在本文中，粗1,3-丁二烯是指已经从C4馏分得到的烃混合物，其中丁烷和丁烯总和的至少90重量％，优选丁烷和丁烯总和的至少98重量％，更优选丁烷和丁烯总和的至少99重量％；并且同时C4炔烃的至少90重量％，优选C4炔烃的至少96重量％，更优选C4炔烃的至少99重量％已被除去。粗1,3-丁二烯含有有价值的1,3-丁二烯产物的比例经常为至少80重量％，优选90重量％，更优选多于95重量％，其余为杂质。相应地，纯1,3-丁二烯是指含有有价值的1,3-丁二烯产物的比例为至少98重量％的烃混合物，优选至少99.5重量％，更优选在99.7和99.9重量％之间的范围内，剩余为杂质。
从混合C4流回收丁二烯的典型工艺包括萃取蒸馏工艺，其可以结合使用选择性溶剂。萃取蒸馏工艺的例子见于，例如，专利US7,692,053、US 7,393,992、US 7,482,500、US7,226,527、US 4,310,388和US 7,132,038等等中。
上述专利中描述的萃取蒸馏工艺属于两种类别之一，包括压缩机的常规低压工艺或高压“无压缩机”工艺，例如在专利US7,692,053中公开的。
所述无压缩机设计具有资金成本较低的优点，因为这种设计方案完全摒弃了循环气压缩机。然而，也有几个缺点。例如，对于无压缩机设计而言，脱气塔可以在约4.21kg/cm2的塔顶压力下运行，所述压力略高于萃取蒸馏系统(包括主洗涤塔、精馏塔和后洗涤塔)的压力。于是，所述脱气塔在相应较高的温度下运行：在所述脱气塔的顶部约148℃和在所述脱气塔的底部约193℃。相反，常规设计中的脱气塔可以在只有0.7kg/cm2的塔顶压力和低得多的温度下运行：脱气塔的顶部约105℃，脱气塔的底部约149℃。
所述无压缩机设计的、温度相对常规高出约44℃的脱气塔有两个明显的缺点。第一，乙烯基环己烯(VCH，或丁二烯二聚体)的生成随着温度增加而增加，更高的二聚体的生成导致整体产率更低和可能更高的设备结垢速率。第二，有在较高的运行温度和压力下具有高C4炔烃浓度引起的更大风险的可能性。为了减轻这种风险，脱气塔中乙烯基乙炔的浓度必须保持较低(低于20mol％)。然而，限制乙烯基乙炔浓度可能导致额外的1,3-丁二烯损失，并因此收率降低。
发明内容
现在已经发现，丁二烯提取工艺可以利用液环型压缩机在中压下运行。使用液环压缩机，连同本文中介绍的其他工艺方案，可以有利地减少资金和运行成本，与无压缩机方案相似，同时减轻与所述无压缩机方案有关的运行温度和压力较高所相关的风险。因此，本文中公开的方法的实施方式包括常规设计的最佳特征(低压，有压缩机)与无压缩机设计的优点(低资金和运行成本)，以及本文中公开的系统独有的其他优点。
在一个方面，本文中公开的实施方式涉及从C4馏分回收1,3-丁二烯的方法。所述方法可以包括：将含有丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、和C5+烃的烃馏分进给到萃取蒸馏系统；将所述烃馏分与溶剂在所述萃取蒸馏系统中接触以选择性溶解所述烃馏分的一部分；从所述萃取蒸馏系统回收包括丁烷和丁烯的第一部分的第一部分的蒸汽馏分；回收加强溶剂(enriched solvent)馏分，所述加强溶剂馏分包括1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、C5+烃、以及丁烷和丁烯的第二部分的第二部分；将所述加强溶剂馏分进给到精馏塔以至少部分地使所述加强溶剂脱气；将丁烷和丁烯的第二部分作为塔顶馏分从所述精馏塔回收；将C3和C4炔烃、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯与C5+烃作为侧线抽出物馏分从所述精馏塔回收；将包括1,2-丁二烯和C4炔烃的部分脱气的溶剂作为塔底馏分从所述精馏塔回收；将所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到脱气塔以进一步使所述溶剂脱气；从所述脱气塔回收包括C4炔烃和1,2-丁二烯的至少一种的塔顶馏分；从所述脱气塔回收包括C4炔烃的侧线抽出物馏分；从所述脱气塔回收包括脱气的溶剂的塔底馏分；利用液环压缩机压缩所述脱气塔塔顶馏分；和将至少一部分压缩的脱所述气塔塔顶馏分再循环到所述精馏塔。
在另一个方面，本文中公开的实施方式涉及用于从C4馏分回收1,3-丁二烯的系统。所述系统可以包括：用于将含有丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃和C5+烃的烃馏分进给到萃取蒸馏系统的流送管道；用于将所述烃馏分与溶剂在所述萃取蒸馏系统中接触以选择性溶解所述烃馏分的一部分的萃取蒸馏系统；用于从所述萃取蒸馏系统回收包括丁烷和丁烯的第一部分的蒸汽馏分的流送管道；用于回收加强溶剂馏分的流送管道，所述加强溶剂馏分包括1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、C5+烃、以及丁烷和丁烯的第二部分；用于将所述加强溶剂馏分进给到精馏塔的流送管道；用于至少部分使所述加强溶剂脱气的精馏塔；用于将丁烷和丁烯的第二部分作为塔顶馏分从所述精馏塔回收的流送管道；用于将C3和C4炔烃、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯与C5+烃作为侧线抽出物馏分从所述精馏塔回收的流送管道；用于将包括1,2-丁二烯和C4炔烃的部分脱气的溶剂作为塔底馏分从所述精馏塔回收的流送管道；用于将所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到脱气塔的流送管道；用于进一步使所述溶剂脱气的脱气塔；用于从所述脱气塔回收包括C4炔烃和1,2-丁二烯的至少一种的塔顶馏分的流送管道；用于从所述脱气塔回收包括C4炔烃的侧线抽出物馏分的流送管道；用于从所述脱气塔回收包括脱气的溶剂的塔底馏分的流送管道；用于压缩所述脱气塔塔顶馏分的液环压缩机；和用于将至少一部分压缩的所述脱气塔塔顶馏分再循环到所述精馏塔的流送管道。
其他方面和优点通过以下描述显明。
附图说明
图1是根据本文中公开的实施方式，丁二烯回收方法的简化流程图。
图2是根据本文中公开的实施方式，丁二烯回收方法的简化流程图。
图3是根据本文中公开的实施方式，丁二烯回收方法的简化流程图。
图4是根据本文中公开的实施方式，丁二烯回收方法的简化流程图。
正如所述，图1-4中的流程图是简化的，并且没有画出泵、阀、控制阀、过滤器、再沸器、冷凝器以及通常与蒸馏塔和一般石化操作有关的其他设备，并且本领域技术人员根据所述图和下面提供的详述描述将了解，它们是存在的。
图5是在两种不同的压力下，汽化百分比对再沸器能率根据温度变化的比较。
具体实施方式
在此公开的实施方式涉及从混合C4烃流回收丁二烯。更具体地说，本文中公开的实施方式涉及通过使用中压和液环型压缩机改进丁二烯提取工艺的操作和经济效益。
在本方法中用作起始混合物的C4馏分是每分子主要具有四个碳原子的烃的混合物。C4馏分，在例如通过热裂化或催化裂化石油馏分例如液化石油气、轻石脑油或瓦斯油制备乙烯和/或丙烯中得到。C4馏分也可以通过正丁烷和/或正丁烯的催化脱氢(氧化和/或非氧化脱氢)得到。所生成的C4馏分通常包括丁烷、正丁烯、异丁烯、1,3-丁二烯和少量的C3和C5烃，包括甲基乙炔，以及丁炔，特别是1-丁炔(乙基乙炔)和丁烯炔(乙烯基乙炔)。1,3-丁二烯含量通常从5到80重量％。例如，裂化器或CATADIENE单元可以含有15至17重量％丁二烯。其他混合C4进料流可以含有更高或更低的丁二烯量。当存在于所述混合进料流中时，乙烯基乙炔可以在所述混合C4流进给到所述丁二烯提取单元之前，被选择性氢化成目标1,3-丁二烯产物。在一些实施方式中，所述混合C4烃流可以通过将包括丁烷的C4烃流在一个或多个脱氢反应器中进行裂化、氧化脱氢和非氧化脱氢的至少一种以产生包括丁烷、丁烯和丁二烯的产物气流来提供。
上述含有丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃和C5+烃的烃馏分，被进给到丁二烯提取单元供分离和回收各种烃，包括一个或多个轻质馏分/丁烷/丁烯馏分(通称为提余液-1产物)、1,3-丁二烯馏分、C3炔烃(丙炔)馏分、可以包括一部分1,2-丁二烯的C4炔烃馏分、以及可以包括一部分1,2-丁二烯和C5+烃的重质馏分。在一些实施方式中，在丁二烯提取单元的上游或在所述丁二烯提取单元内加工所述烃馏分期间，可以形成丁二烯的二聚体。乙烯基环己烯组分可以与所述重质馏分一起回收，或可以作为含有乙烯基环己烯的单独的馏分回收。
已经发现，通过使用液环型压缩机压缩出自脱气塔的塔顶馏分的至少一部分，可以改善丁二烯提取工艺。现在参考图1，示出了根据本文中公开的实施方式回收丁二烯的简化工艺流程图。混合烃进料2，包括烃例如丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、甲基乙炔、乙烯基乙炔和C5+烃，可以进给到进料汽化系统(未显示)以汽化所述混合烃进料。所述汽化的进料然后进给到主洗涤塔44。在主洗涤塔44中，所述汽化的进料与溶剂接触，丁烷和丁烯与溶解度更高的1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、甲基乙炔、乙烯基乙炔和C5+烃分离。
可用于如图1中示出的方法的溶剂可以包括丁内酯、腈(例如乙腈、丙腈、甲氧基丙腈)、酮(例如丙酮、糠醛)、N-烷基取代的低级脂族酰胺(例如二甲基甲酰胺、二乙基甲酰胺、二甲基乙酰胺、二乙基乙酰胺、N-甲酰吗啉)、N-烷基取代的环酰胺(内酰胺)(例如N-烷基吡咯烷酮，尤其是N-甲基吡咯烷酮(NMP))。在一些实施方式中，使用烷基取代的低级脂族酰胺或N-烷基取代的环酰胺、二甲基甲酰胺、乙腈、糠醛或NMP。
在一些实施方式中，使用这些萃取剂彼此的混合物，例如NMP和乙腈的混合物，这些萃取剂与共溶剂和/或叔丁基醚例如甲基叔丁基醚、乙基叔丁基醚、丙基叔丁基醚、正或异丁基叔丁基醚的混合物，也是可能的。在其他实施方式中，NMP可以在水溶液中，具有0至约20重量％水、或具有7至10重量％水、或在其他实施方式中具有8至8.5重量％水。
丁烷和丁烯从主洗涤塔44作为塔顶馏分8(提余液1)回收。包括所述溶解烃的加强溶剂作为塔底馏分46从主洗涤塔44回收。
塔底馏分46然后被进给到精馏塔48以至少部分地使所述加强溶剂脱气。任何溶解的丁烷和丁烯、以及其他轻质组分可以从精馏塔48作为塔顶馏分50回收，其可以再循环以供在主洗涤塔44中再加工。甲基乙炔和丁二烯，包括1,2-丁二烯和1,3-丁二烯二者，以及C5+烃，可以从精馏塔48作为侧线抽出物馏分52回收，而可以含有包括1,2-丁二烯、1-丁炔和乙烯基乙炔在内的各种C4组分的脱气的溶剂可以作为塔底馏分54从精馏塔48回收。
塔底馏分54可以被进给到脱气塔56，以供分离溶剂、夹带的C4组分和C4炔烃馏分，所述C4炔烃馏分也可以包括1,2-丁二烯。C4蒸汽可以作为塔顶馏分58从脱气塔和冷却塔56中回收，其可以通过液环压缩机60压缩。
液环压缩机60起到两种功能：在再循环到精馏塔48之前，压缩脱气塔塔顶馏分和冷却压缩的气体。压缩之后，压缩气体的一部分可以再循环到精馏塔48。在一些实施方式中，压缩的脱气塔塔顶馏分可以通过流程线88回收并进给到分离塔90以分离任何冷凝的气体。从分离塔90回收的蒸汽馏分然后可以通过流程线92再循环到精馏塔48。冷凝液馏分可以通过流程线94从分离塔90回收，其至少一部分可以通过热交换器96冷却并再循环到液环压缩机60。
乙烯基乙炔馏分可以从脱气塔56作为侧线抽出物馏分62排出，在炔烃洗涤塔66中用经过管线64进给的水洗涤，并作为乙烯基乙炔馏分12回收。脱气的溶剂可以作为塔底馏分68从脱气塔56回收以供再循环并进给到主洗涤塔44和后洗涤塔70，在其中侧线抽出物馏分52中的烃可以与所述溶剂分离。溶剂可以作为塔底馏分72从后洗涤塔70回收并再循环到精馏塔48，而粗丁二烯产物流可以作为塔顶馏分74从后洗涤塔70回收。
所述粗丁二烯产物(塔顶馏分74)离开所述萃取蒸馏段，然后被进给到甲基乙炔蒸馏塔76，在其中甲基乙炔作为塔顶馏分10回收。塔底馏分78含有1,3-丁二烯、1,2-丁二烯和重质烃，并被进给到丁二烯分馏塔80。纯度大于99.6％的1,3-丁二烯作为塔顶馏分6从丁二烯塔80回收，并且1,2-丁二烯和重质馏分作为塔底馏分14回收。
在一些实施方式中，可能需要将馏分10、12中的炔烃氢化以产生额外的烯烃和二烯烃。附加地或替代地，可能需要使用绿油塔回收所述烃进料流中可以在上述分离期间产生的丁二烯低聚物(乙烯基环己烷)和其他烯烃组分的低聚物。
现在参考图2，示出了根据本文中公开的实施方式回收1,3-丁二烯的方法的简化流程图，其中同样的数字代表同样的部分。在这种实施方式中，通过流送流54从精馏塔48回收的塔底馏分可以在进给到脱气塔56之前通过间接热交换，例如通过热交换器98进行加热。加热所述精馏塔塔底馏分可以将剩余溶解气体的一部分汽化，例如1,2-丁二烯或C4炔烃。在将加热的精馏塔塔底馏分进给到脱气塔之前，加热的塔底馏分可以被进给到脱气塔进料鼓16，以从回收自加热器98的流出物的液体部分相分离所述汽化部分。液相然后可以从进料鼓16回收并通过流程线18进给到脱气塔56并如上根据图1所述进行加工。通过流程线40从进料鼓16回收的蒸汽相然后可以与流程线92的压缩蒸汽馏分结合，用于再循环到精馏塔48。
脱气塔进料鼓16可以在略高于精馏塔48塔底压力的压力下运行，允许从进料鼓16回收的蒸汽相不经蒸汽再压缩自由地流回精馏塔48。通过热交换器98添加的热输入的一部分因此以闪蒸汽的形式返回到精馏塔48。在稍升高的温度下从鼓16到精馏塔48的气体再循环因此可以给精馏塔48加热，并可以在精馏塔48的底段引起附加的预脱气，造成在脱气塔56中的总体脱气要求较低。
脱气塔进料鼓16可以是单独的容器，或如图示，可以与脱气塔56整合一体，形成单个容器结构。所述进料鼓和脱气塔整合成单个容器可以减少资金成本。将进料鼓16布置在脱气塔56的上方或顶部，所述进料鼓中的液相可以在不需要附加的泵而容易地流入脱气塔顶部。来自热交换器98的部分热输入因此也以通过流入脱气塔56，其以未闪蒸液体中包含的可显明的热的形式通过流程线18进给到脱气塔56。
总的说来，利用热交换器98和在鼓16中相分离可以在进料鼓16和脱气塔56中提供两级闪蒸，其中进料鼓16可以在大于脱气塔56的压力下运行。利用所述两级分离可以产生更高效的C4脱气，改善C4烃与溶剂的分离。此外，在进料鼓16中脱气并通过流程线40回收的溶解气体是在较高的压力水平下，并且对于再循环到精馏塔48来说不需要再压缩。
脱气塔56可以在低于精馏塔56的压力下运行，但是只有通过流程线58回收的气体需要再压缩。因此，液环压缩机60可以根据降低的蒸汽流量要求和降低的压缩要求选择尺寸，导致资金成本和运行费用较低。例如，在一些实施方式中，所述压缩的脱气塔塔顶馏分(流92)的蒸汽流速与从脱气塔进料鼓16回收的蒸汽相(流40)的蒸汽流速之比可以在约0.1:1至约1:1的范围内；在其他实施方式中在约0.2:1至约0.8:1的范围内；以及在别的其他实施方式中在约0.25:1至约0.5:1的范围内。
现在参考图3，示出了根据本文中公开的实施方式回收1,3-丁二烯的方法的简化流程图，其中同样的数字代表同样的部分。在这种实施方式中，通过流送流54从精馏塔48回收的塔底馏分可以在进给到脱气塔56之前通过间接热交换加热，例如通过热交换器4、98，以汽化剩余溶解气体，例如1,2-丁二烯或C4炔烃的一部分。热交换器4可以用于从脱气塔56回收的塔底馏分68中回收热。在加工脱气塔进料鼓16中的所述部分汽化的精馏塔塔底馏分之前，可以利用热交换器98进一步加热所述精馏塔塔底馏分，然后如上根据图2所描述的那样加工。
现在参考图4，示出了根据本文中公开的实施方式回收1,3-丁二烯的方法的简化流程图，其中同样的数字代表同样的部分。在这种实施方式中，通过流程线18从脱气塔进料鼓16回收的液体部分在热交换器30中通过间接热交换被加热，以向所述脱气塔进料提供附加的热，所述进料然后被如上所述进行加工。
如上面根据图2-4所论述，所述精馏塔塔底馏分可以利用热交换器4、98通过间接热交换加热。在一些实施方式中，热交换器98可以使用热交换介质，例如水、水蒸汽或合成的有机传热流体，例如DOWTHERM或本领域人员可以知道的其他有机传热流体。也可能希望抑制在所述热交换器和相关管路中的汽化，促进在进料鼓16或脱气塔56中的汽化以最小化或阻止结垢。因此，在一些实施方式中，热交换器4、98可以是抑制汽化加热器。
脱气塔进料鼓16在一些实施方式中可以在约3.5kg/cm2至约5.5kg/cm2范围内的压力下运行；在其他实施方式中在约4kg/cm2至约5kg/cm2的范围内；以及在别的其他实施方式中在约4.25kg/cm2至约4.75kg/cm2的范围内，例如约4.5kg/cm2。脱气塔进料鼓16在一些实施方式中可以在约110℃至约150℃范围内的温度下运行；在其他实施方式中在约120℃至约140℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约125℃至约135℃的范围内，例如约130℃。
脱气塔56在一些实施方式中可以在约1.5kg/cm2至约3.5kg/cm2范围内的压力下运行；在其他实施方式中在约2kg/cm2至约3kg/cm2的范围内；以及在别的其他实施方式中在约2.25kg/cm2至约2.75kg/cm2的范围内，例如约2.5kg/cm2。脱气塔56在一些实施方式中可以在约100℃至约150℃范围内的塔顶温度下运行；在其他实施方式中在约110℃至约140℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约120℃至约130℃的范围内，例如约125℃。脱气塔56在一些实施方式中可以在约150℃至约200℃范围内的塔底温度下运行；在其他实施方式中在约160℃至约190℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约170℃至约180℃的范围内，例如约175℃。
精馏塔48在一些实施方式中可以在约3kg/cm2至约5kg/cm2范围内的压力下运行；在其他实施方式中在约3.5kg/cm2至约4.5kg/cm2的范围内；以及在别的其他实施方式中在约4kg/cm2至约4.5kg/cm2的范围内，例如在约4.1kg/cm2至约4.2kg/cm2的范围内。精馏塔48在一些实施方式中可以在约40℃至约90℃范围内的塔顶温度下运行；在其他实施方式中在约50℃至约80℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约60℃至约70℃的范围内，例如在约63℃至约68℃的范围内。精馏塔48在一些实施方式中可以在约60℃至约120℃范围内的塔底温度下运行；在其他实施方式中在约70℃至约110℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约75℃至约100℃的范围内，例如在约80℃至约95℃的范围内。
可以利用温度低于130℃的加热介质在再沸器中通过间接热交换给所述精馏塔提供热量。例如，用于加热所述精馏塔再沸器的加热介质在一些实施方式中可以具有在约80℃至约130℃范围内的运行温度；在其他实施方式中在约90℃至约125℃的范围内；以及在别的其他实施方式中在约100℃至约120℃的范围内。在一些实施方式中，可以控制所述精馏塔再沸器中使用的热交换介质，使得跨所述再沸器的加工侧温度升高在约5℃至约15℃范围内；以及在其他实施方式中在约8℃至约12℃范围内，例如Δ约10℃。
在脱气塔进料鼓16和脱气塔56中提供的两级脱气，以及通过蒸汽流40、92引入精馏塔56的热，可以允许所述精馏塔再沸器在低百分比汽化下运行。例如，在一些实施方式中，所述精馏塔再沸器可以在跨所述再沸器的汽化百分比在约3wt％至约9wt％的范围内运行；在其他实施方式中在约4wt％至约8wt％的范围内；以及在别的其他实施方式中在约5wt％至约7wt％的范围内，例如在约6wt％至约6.5wt％范围内。低百分比汽化和低温(热侧和冷侧)的组合可以明显减少所述精馏塔再沸器中的结垢。另外，与抑制汽化型热交换器相反，所述低百分比汽化和减少的结垢可以容许所述精馏塔再沸器成为常规型热交换器，包括单程热交换器。
实施例
根据本文中公开的实施方式，与图3示出的相似的丁二烯回收方法，与回收丁二烯的常规方法(利用螺杆型或离心式压缩机以及冷却塔)和回收丁二烯的无压缩机方法(也包括冷却塔)利用以下条件进行比较。
对于无压缩机设计而言，所述脱气塔在4.21kg/cm2的塔顶压力下运行，略高于所述萃取蒸馏系统(主洗涤塔、精馏塔和后洗涤塔)压力。因此，所述脱气塔在相应较高的温度下运行：顶部148℃和底部193℃。
对于常规方法而言，所述脱气塔在只有0.7kg/cm2的塔顶压力下和在低得多的温度下运行，所述温度为：顶部105℃和底部149℃。
对于本实施例而言，如图3示出的实施方式使用直通式顺流精馏塔再沸器，其在壳程上使用部分冷却的脱气塔塔底馏分(贫溶剂)。在所述再沸器管中发生部分汽化(脱气)，并且所述气/液混合物被加热到90℃。所述90℃的部分脱气的加强溶剂然后通过脱气塔进料泵泵送到随后的交换器，在其中它在抑制汽化型热交换器中被进一步加热。所述脱气塔进料泵提供足够的排出压力以确保在任何所述热交换器中不发生汽化(脱气)。所述第一热交换器是所述脱气塔进料/流出物热交换器的管程，其中所述加强溶剂在所述管程上被加热直到大约138℃。因为在该热交换器中存在大的温度交叉，所以所述脱气塔进料/流出物热交换器是双壳热交换器。175℃的脱气塔塔底馏分(贫溶剂)用作热交换器壳程上的加热介质。所述贫溶剂在所述脱气塔进料/流出物热交换器中冷却到120℃，然后被送到所述精馏塔再沸器的壳程并随后被送到丁二烯塔再沸器、进料汽化器和溶剂冷却器。
出自所述脱气塔进料/流出物热交换器的加热的加强溶剂然后被送到所述脱气塔进料加热器，其中所述加强溶剂靠低压蒸汽(150℃)被进一步加热到大约138℃的温度。在其最终温度下的加强溶剂然后经过控制阀闪蒸到所述脱气塔进料鼓中，所述进料鼓坐落在所述脱气塔的顶部。所述进料鼓降低(rides off)所述精馏塔塔底压力，所述闪蒸的气流自由回到所述精馏塔，在此它在底床下方进入。出自所述脱气塔进料鼓的未闪蒸液体然后在压差/重力作用下流入所述脱气塔的顶部，在其中发生附加的进料闪蒸。所述部分脱气的溶剂然后流下所述多床脱气塔，在其中基本上所有的剩余C4烃从所述溶剂中被完全汽提。汽提热由所述脱气塔再沸器利用中压蒸汽提供。所述脱气塔还起到浓缩C4炔烃(乙烯基和乙基炔烃)、1,2-丁二烯和VCH的作用。这些组分在它们的最高浓度点通过液体侧线抽出物馏分除去。
这些方法的流速和能量要求的比较在表1中提供。
表1.
如上表所示，对于实施例1的方法，工艺热(脱气塔塔底馏分)被有利地交换用于高压脱气(精馏塔塔底馏分)和有利地交换用于低压脱气(脱气塔进料)。对比常规设计中的一步加热，工艺热分两步添加到所述精馏塔塔底馏分(高压水平)。第一步是通过精馏塔再沸器“温和”热输入，其是直通再沸器，将加强溶剂从80℃加热到90℃(ΔT只有10℃)。在这种低输出温度下，不需要抑制汽化再沸器，因此不需要精馏塔塔底馏分泵。虽然条件是温和的，但在该第一脱气步骤中从所述加强溶剂除去了三分之一的溶解气体。在所述精馏塔再沸器中的汽化百分比也相当低(6.2重量％)。在所述精馏塔再沸器的热侧上的加热介质输入温度被控制在120℃，这明显低于常规设计中使用的150℃加热介质。低温(热侧和冷侧)和低百分比汽化的组合避免了在精馏塔再沸器中结垢的问题。
相反，所述常规设计在第一脱气步骤中将所述精馏塔塔底馏分从76℃加热到120℃(ΔT为44℃)。实施例1的方法达到如常规设计中脱气的几乎一半，但对比所述常规设计的44℃温升，只有10℃温升。因此，当试图以一步实现高压脱气时有明显的收益下降，如图5中所示。
第二步是通过所述脱气塔进料/流出物热交换器更“剧烈的”热输入，其需要抑制汽化再沸器(与常规设计相似)。在实施例1的方法中，所述加强溶剂在抑制汽化加热器，脱气塔进料/流出物热交换器中被加热到约140℃，并闪蒸到位于所述脱气塔顶部(并且是其部分)的进料鼓中。所述鼓在略高于所述精馏塔塔底压力的压力下运行，因此所述蒸汽在不需要蒸汽再压缩而自由流动回到精馏塔塔底。所述高水平热输入是以闪蒸蒸汽的形式返回到所述精馏塔。所述未闪蒸的液体然后在压差和重力作用下流到所述脱气塔的顶部，在其中发生附加的闪蒸。
所述两步高压脱气在C4脱气方面也更有效。两级闪蒸提供了C4物流与溶剂的更好分离。换句话说，与常规设计相比，更多的C4物流和较少的溶剂被汽化。
因为所述脱气塔的较高运行压力，再循环气体在比常规设计中略高的温度下返回到所述精馏塔并在所述精馏塔的底段发生更多的“预脱气”。这使得脱气要求总体较低。
工艺热在所述脱气塔进料鼓中通过未闪蒸的液体中包含的可显明的热加到所述脱气塔进料(低压脱气)。换句话说，来自所述脱气塔进料/流出物热交换器的部分热输入终止于向所述脱气塔的进料中。
因为所述加强溶剂中几乎75％的溶解气体在较高的压力水平下脱气(不需要再压缩)，对比之下常规设计中只有58％，实施例1的液环压缩机的容量只有常规设计需要的螺杆型压缩机的容量的60％。所述脱气塔在低于所述精馏塔压力略小于2kg/cm2的压力下运行。因此，在所述脱气塔和所述精馏塔之间需要的压缩比只有1.61，对比常规设计的3.42。较低的流量和较低的压缩比的组合允许使用液环压缩机代替常规设计中采用的更昂贵的离心或螺杆型压缩机。所述液环压缩机的较小尺寸(流量和压缩比)使它更加价格较低廉。
较低的流量和较低的压缩比的组合导致功耗只有常规设计中需要的功率的37％，即使在计入液环压缩机预计较低的绝热效率(50％对76％)之后。
常规设计中使用的冷却塔在实施例1的方法中被略去，并且它的功能很大程度上由所述液环压缩机代替。因此，所述液环压缩机完成了两种操作：压缩所述脱气塔塔顶馏分；和冷却压缩气体。
如上所述，在一些实施方式中，可在所述脱气塔进料鼓的塔底处添加第二脱气塔进料加热器以向所述脱气塔进料提供一些额外的低水平实用热。在这种情况下，所述加热器可以布置在同一平面上，并且在所述热交换器入口处的液体静压头将用于抑制汽化。所利用的低压水蒸汽将代替等量的中压水蒸汽，产生更好的经济效益。这种方案也可以取决于项目具体的低压水蒸汽可使用率和相对通用成本。
所述联合的脱气塔进料鼓/脱气塔设计没有明显的成本损失。例如，所述脱气塔进料/流出物热交换器是抑制汽化再沸器，已经有足够的流体压力克服所述静压头以进给到较高高度位置的所述鼓中。在所述常规设计中，这仅出于跨过所述控制阀的考虑。因此，没有与泵入所述脱气塔顶部安装的所述鼓中相关的额外成本。另外，所述脱气塔设计成在化学清洗和钝化期间是液体填充的。在所述脱气塔顶部添加鼓没有显著增添所述塔的成本。此外，直到新近，所有以前的脱气塔设计都具有安装在所述脱气塔旁边的炔烃洗涤塔。所述炔烃洗涤塔明显比所述进料鼓更大和更重，并且它安装在不对称的位置中。与所述鼓安装在所述脱气塔顶部相关的额外成本很少或没有。此外，在所述塔顶部的所述鼓的成本少于独立的鼓：只需要一个额外的头；额外的壳长度的成本增量少；没有额外的件数并且不需要额外的用地面积。
所述脱气塔在比常规设计中的脱气塔更高的压力和温度下运行。虽然塔底温度(175°)高于常规设计(150℃)，但它明显低于无压缩机设计中的脱气塔塔底温度(193℃)。因此，实施例1的方法受益于在所述精馏塔底部以及所述脱气和压缩区中的预脱气。
与所述常规丁二烯提取设计相比，本文中公开的实施方式可以具有一种或多种以下优点。1.所述脱气塔在较高的压力和温度下运行。2.用较小的较低廉的液环压缩机代替所述常规循环气压缩机(离心或螺杆型)。3.常规溶剂热交换器(3壳设计)被以下代替：a.精馏塔再沸器(1壳)，b.脱气塔进料/流出物热交换器(2壳)。4.利用安装在所述脱气塔顶部的进料闪蒸鼓。这允许在不需要再压缩的情况下回收闪蒸蒸汽以及略去了在所述精馏塔和所述脱气塔之间所需要的第二组泵(参见第4项)。5.略去了精馏塔塔底馏分泵(高容量/高压头(high head))。6.略去了冷却塔(在所述液环压缩机中提供的冷却)。7.略去了所述冷却塔塔底馏分泵(冷却剂流小并且通过压力下降)。8.较小的溶剂和水冷却器(只有1壳)。9.较低的设备成本。10.较低的运行成本。
与所述无压缩机丁二烯提取设计相比，本文中公开的实施方式可以具有一种或多种以下优点。1.所述脱气塔在较低的压力和温度下运行。2.用较小的精馏塔再沸器(1壳设计)代替所述溶剂热交换器(3壳设计)。3.较小的脱气塔进料/流出物热交换器。4.添加小的低成本液环压缩机、冷却器和分离鼓。5.添加安装在所述脱气塔顶部的进料闪蒸鼓。6.略去了精馏塔塔底馏分泵(高容量/高压头)。7.明显较低的风险：脱气塔塔底温度是175℃对比无压缩机方案的193℃，导致较少结垢以及对输入C4炔烃浓度的限度较高。8.较高的收率：脱气塔塔底温度是175℃，对比无压缩机方案的193℃，导致较少结垢以及对输入C4炔烃浓度的限度较高。9.预计较低的设备成本。10.预计较低的运行成本。
如上所示，根据本文中公开的实施方式的丁二烯提取方法可以利用液环型压缩机在相对中压下运行。使用液环压缩机，连同本文中介绍的其他工艺方案，可以有利地减少资金和运行成本，与无压缩机方案相似，同时减轻与所述无压缩机方案较高的运行温度和压力相关的风险。因此，本文中公开的实施方式包括常规设计的最佳特征(低压，有压缩机)与无压缩机设计的优点(低资金和运行成本)，以及本文中公开的系统独有的其他优点。
虽然本公开包括为数有限的实施方式，但本领域技术人员，得益于本公开，将领会在不背离本公开的范围下可以设计出的其他实施方式。因此，所述范围应该仅由所附的权利要求限定。

Claims (25)

1.一种用于从C4馏分回收1,3-丁二烯的方法，所述方法包括：
将含有丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、和C5+烃的烃馏分进给到萃取蒸馏系统；
将所述烃馏分与溶剂在所述萃取蒸馏系统中接触以选择性溶解所述烃馏分的一部分；
从所述萃取蒸馏系统回收包括丁烷和丁烯的第一部分的蒸汽馏分；
回收加强溶剂馏分，所述加强溶剂馏分包括1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、C5+烃、以及丁烷和丁烯的第二部分；
将所述加强溶剂馏分进给到精馏塔以至少部分地使所述加强溶剂脱气；
将所述丁烷和丁烯的第二部分作为塔顶馏分从所述精馏塔回收；
将所述C3和C4炔烃、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯与C5+烃作为侧线抽出物馏分从所述精馏塔回收；
将包括1,2-丁二烯和C4炔烃的部分脱气的溶剂作为塔底馏分从所述精馏塔回收；
将所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到脱气塔以进一步使所述溶剂脱气；
从所述脱气塔回收塔顶馏分，所述塔顶馏分包括C4炔烃和1,2-丁二烯的至少一种；
从所述脱气塔回收包括C4炔烃的侧线抽出物馏分；
从所述脱气塔回收包括脱气的溶剂的塔底馏分；
利用液环压缩机压缩所述脱气塔塔顶馏分；和
将至少一部分压缩的所述脱气塔塔顶馏分再循环到所述精馏塔。
2.根据权利要求1所述的方法，其还包括相分离压缩的所述脱气塔塔顶馏分以回收冷凝液馏分并将所述冷凝液馏分的至少一部分再循环到所述液环压缩机。
3.根据权利要求1所述的方法，其还包括：
通过间接热交换加热所述部分脱气的溶剂以汽化至少一部分溶解的所述1,2-丁二烯和/或C4炔烃；
将加热的所述部分脱气的溶剂进给到脱气塔进料鼓以从加热的所述部分脱气的溶剂相分离所述1,2-丁二烯和/或C4炔烃的汽化部分；
从所述脱气塔进料鼓回收蒸汽相，所述蒸汽相包括1,2-丁二烯和C4炔烃的至少一种；
从所述脱气塔进料鼓回收液相；
将来自所述脱气塔进料鼓的所述液相作为所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到所述脱气塔。
4.根据权利要求3所述的方法，其中所述脱气塔进料鼓和所述脱气塔是一体的。
5.根据权利要求3所述的方法，其还包括将从所述脱气塔进料鼓回收的所述蒸汽相与压缩的所述脱气塔塔顶馏分的至少一部分混合，并将所混合的部分再循环到所述精馏塔。
6.根据权利要求5所述的方法，其中压缩的所述脱气塔塔顶馏分的至少一部分与所述蒸汽相的比率在0.1:1至1:1的范围内。
7.根据权利要求3所述的方法，其中所述脱气塔进料鼓在3.5至5.5kg/cm2范围内的压力和在120℃至140℃范围内的温度下运行。
8.根据权利要求7所述的方法，其中所述脱气塔压力大于所述精馏塔的运行压力。
9.根据权利要求3所述的方法，其中通过间接热交换加热所述部分脱气的溶剂包括以下的至少一个：
将所述部分脱气的溶剂与所述脱气塔塔底馏分通过间接热交换接触；和
将所述部分脱气的溶剂与热交换介质接触，所述热交换介质包括合成的有机传热流体、水和水蒸汽的至少一种。
10.根据权利要求9所述的方法，其中用于接触所述部分脱气的溶剂的热交换器包括抑制汽化加热器。
11.根据权利要求1所述的方法，其中所述脱气塔在1.5至3.5kg/cm2范围内的塔顶压力和在110℃至140℃范围内的塔顶温度下运行。
12.根据权利要求11所述的方法，其中所述脱气塔在160℃至190℃范围内的塔底压力下运行。
13.根据权利要求1所述的方法，其中所述精馏塔在3至5kg/cm2范围内的塔顶压力和在50℃至70℃范围内的塔顶温度下运行。
14.根据权利要求13所述的方法，其中所述精馏塔在70℃至100℃范围内的塔底温度下运行。
15.根据权利要求14所述的方法，其中利用温度低于130℃的加热介质在再沸器中通过间接热交换向所述精馏塔供热。
16.根据权利要求15所述的方法，其中所述再沸器包括单程热交换器。
17.根据权利要求16所述的方法，其中跨所述再沸器的加工侧温度增加在5℃至15℃范围内。
18.根据权利要求17所述的方法，其中跨所述再沸器的汽化百分比在3重量％至9重量％的范围内。
19.一种用于从C4馏分回收1,3-丁二烯的系统，所述系统包括：
流送管道，用于将包括丁烷、丁烯、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃和C5+烃的烃馏分进给到萃取蒸馏系统；
所述萃取蒸馏系统，用于将所述烃馏分与溶剂在所述萃取蒸馏系统中接触以选择性溶解所述烃馏分的一部分；
用于从所述萃取蒸馏系统回收包括丁烷和丁烯的第一部分的蒸汽馏分的流送管道；
用于回收加强溶剂馏分的流送管道，所述加强溶剂馏分包括1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、C4炔烃、C3炔烃、C5+烃、以及丁烷和丁烯的第二部分；
用于将所述加强溶剂馏分进给到精馏塔的流送管道；
所述精馏塔，用于至少部分使所述加强溶剂脱气；
用于将丁烷和丁烯的第二部分作为塔顶馏分从所述精馏塔回收的流送管道；
用于将C3和C4炔烃、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯与C5+烃作为侧线抽出物馏分从所述精馏塔回收的流送管道；
用于将包括1,2-丁二烯和C4炔烃的部分脱气的溶剂作为塔底馏分从所述精馏塔回收的流送管道；
用于将所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到脱气塔的流送管道；
所述脱气塔，用于进一步使所述溶剂脱气；
用于从所述脱气塔回收包括C4炔烃和1,2-丁二烯的至少一种的塔顶馏分的流送管道；
用于从所述脱气塔回收包括C4炔烃的侧线抽出物馏分的流送管道；
用于从所述脱气塔回收包括脱气的溶剂的塔底馏分的流送管道；
液环压缩机，用于压缩所述脱气塔塔顶馏分；和
用于将至少一部分压缩的所述脱气塔塔顶馏分再循环到所述精馏塔的流送管道。
20.根据权利要求19所述的系统，其还包括：
分离塔，用于相分离压缩的所述脱气塔塔顶馏分以回收冷凝液馏分；和
用于将所述冷凝液馏分的至少一部分再循环到所述液环压缩机的流送管道。
21.根据权利要求19所述的系统，其还包括：
热交换器，用于通过间接热交换加热所述部分脱气的溶剂以汽化至少一部分所述溶解的1,2-丁二烯和/或C4炔烃；
用于将加热的所述部分脱气的溶剂进给到脱气塔进料鼓的流送管道；
所述脱气塔进料鼓，用于从加热的所述部分脱气的溶剂相分离所述1,2-丁二烯和/或C4炔烃的汽化部分；
用于从所述脱气塔进料鼓回收包括1,2-丁二烯和C4炔烃的至少一种的蒸汽相的流送管道；
用于从所述脱气塔进料鼓回收液相并将所述来自脱气塔进料鼓的液相作为所述部分脱气的溶剂的至少一部分进给到所述脱气塔的流送管道。
22.根据权利要求21所述的系统，其还包括混合装置，用于将从所述脱气塔进料鼓回收的蒸汽相与压缩的所述脱气塔塔顶馏分的至少一部分混合并将所混合的部分再循环到所述精馏塔。
23.根据权利要求21所述的系统，其中用于通过间接热交换加热所述部分脱气的溶剂的热交换器包括以下至少一种：
用于将所述部分脱气的溶剂与所述脱气塔塔底馏分通过间接热交换接触的热交换器；和
用于将所述部分脱气的溶剂与包括油、水和水蒸汽的至少一种的热交换介质接触的热交换器。
24.根据权利要求23所述的系统，其中用于接触所述部分脱气的溶剂的热交换器包括抑制汽化加热器。
25.根据权利要求19所述的系统，其还包括通过间接热交换向所述精馏塔供热的再沸器，其中所述再沸器包括单程热交换器。
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