CN104926587A - 一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，来自MTBE的醚化后碳四混合物经过选择加氢反应后，经过脱异丁烷精馏塔脱除比较轻的异丁烷组分，同时，H2、H2O和甲醇与烃类形成低沸点共沸物从塔顶脱除，然后经过1-丁烯精馏塔脱除比较重的组分正丁烷、反-2-丁烯和顺-2-丁烯，从塔顶可以得到高纯度的1-丁烯，整个过程利用过程集成手段实现脱异丁烷塔和1-丁烯精制塔的热量集成，从而得到节能的1-丁烯精密分离工艺，该方法工艺流程具有显著的节能特点，降低蒸汽用量，并且操作简单，即保护生态环境，又节约资源，做到物尽其用，具有较高的经济效益。
Description
技术领域
本发明涉及一种丁烯-1分离纯化的节能工艺流程，具体说是由乙烯装置中抽余碳四作为生产原料经醚化、加氢后，用过程集成手段实现节能的1-丁烯精密分离工艺流程。
背景技术
聚合级1-丁烯可以由乙烯二聚生产，由于乙烯本身很昂贵，所以生产成本很高，无法大规模在产业上应用，而石油烃裂解过程产生的混合碳四，经抽提脱除1，3-丁二烯后的剩余碳四是生产高纯度1-丁烯的优良原料。因此，如何从混合碳四中提取1-丁烯是人们研究的热点问题。这里，混合碳四的主要组成有异丁烷、正丁烷、异丁烯、1-丁烯，反-2-丁烯、顺-2-丁烯以及1，3-丁二烯，其中，1-丁烯、异丁烯、1，3-丁二烯三种组分的沸点很接近，所以直接以抽余碳四作原料，采用分离的方法不可能得到高纯度的1-丁烯，必须将异丁烯和1，3-丁二烯脱除到很低的含量才行。
目前，国内外工业上处理乙烯装置中抽余碳四主要使用德国KruupUhde公司的萃取精馏工艺、日本瑞翁(Zoon)法、NPC法及UOP技术等，其中，德国KruupUhde技术主要是生产丁烯混合物，不单独生产1-丁烯，只能将烷烃和烯烃分开。瑞翁(Zoon)法和NPC法使用传统的两塔精馏获得产品1-丁烯，这两种工艺分离能耗较高；UOP公司工艺使用吸附分离法制取1-丁烯，收率为90％。
现今，工业中先将混合碳四经过MTBE醚化后分离出甲基叔丁基醚，然后剩余物料经催化选择加氢后脱除其中的异丁烯和1，3-丁二烯，催化加氢后的主要组分为H2、H2O、甲醇、异丁烷、1-丁烯、正丁烷、反-2-丁烯和顺-2-丁烯，然后通过精馏可以得到高纯度的1-丁烯。
另外，国内齐鲁分公司研究院也使用普通精馏法精制1-丁烯，一个塔脱轻组分，一个塔脱重组分。采用此种工艺，流程简单，异丁烯转化率高，1-丁烯纯度可达99％，但分离1-丁烯塔板数较多，回流比大，能耗高，1-丁烯收率低，生产操作要求较高，而且该技术要求抽余碳四中丁二烯的含量必须小于40ppm，如何降低能耗成为人们研究的热点。
发明内容
为解决上述技术问题，本发明提供了一种丁烯-1分离纯化的节能工艺流程，以达到工艺流程简单，1-丁烯收率高，能耗低，生产操作要求简单的目的。
为达到上述目的，本发明的技术方案如下：
一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，包括换热单元、流体输送单元及精馏单元，所述换热单元包括换热器和冷凝器，所述精馏单元包括脱异丁烷精馏塔和1-丁烯精馏塔，具体工艺流程如下，来自MTBE的醚化后碳四混合物经过选择加氢反应后，主要组分为H2、H2O、甲醇、异丁烷、1-丁烯、正丁烷、反-2-丁烯和顺-2-丁烯，首先经换热器换热后进入脱异丁烷精馏塔，所述脱异丁烷精馏塔塔顶压力范围在1～3MPa，塔顶温度30～100℃，塔底温度40～120℃，塔顶回流比50～150，塔顶蒸出H2、H2O、甲醇和异丁烷等轻组分，经冷凝器冷凝后进入回流罐一，塔底重组分部分经换热器换热后回流，返回所述脱异丁烷精馏塔塔底，部分经泵升压并预热后进入1-丁烯精馏塔，所述1-丁烯精馏塔的塔顶压力范围在1～3MPa，塔顶温度30～100℃，塔底温度40～130℃，塔顶回流比为2～20，所述1-丁烯精馏塔的塔顶气相物流分为两部分，优先一部分给所述脱异丁烷精馏塔的塔底换热器换热，换热后进入回流罐二，另一部分经冷凝器冷却后进入回流罐二，从回流罐二出来的物流一部分回流，进入所述1-丁烯精馏塔，另一部分与进入所述脱异丁烷精馏塔的进料物流换热，并进一步冷却后送至1-丁烯产品罐，从而分离出纯度较高的1-丁烯产品，所述1-丁烯精馏塔的塔底物流部分经换热器再沸气化后返回所述1-丁烯精馏塔塔底，其余部分经泵升压后与进入所述1-丁烯精馏塔的物流进行换热，冷却后，作为剩余碳四产品采出。
优选的，所述脱异丁烷精馏塔的塔底重组分回流物流分为两部分，分别经换热器换热后返回所述脱异丁烷精馏塔，其中一部分与1-丁烯精馏塔塔顶的气相物流进行换热。
优选的，所述回流罐一中的含有少量氢气的较轻组分作为不凝气送出界区，液体物流经泵升压后一部分回流，进入所述脱异丁烷精馏塔，另一部分再经过冷却后采出收集。
优选的，所述脱异丁烷精馏塔塔顶压力控制在1.3～2.0MPa，塔顶温度40～60℃，塔底温度50～80℃，塔顶回流比80～120。
优选的，所述1-丁烯精馏塔塔顶温度控制在60～90℃，压力1.8～2.5MPa，塔底温度80～110℃，塔顶回流比5～10。
通过上述技术方案，本发明提供的1-丁烯分离纯化的工艺流程是选择石油烃裂解过程产生的混合碳四，经抽提脱除丁二烯后的剩余碳四作为生产高纯度1-丁烯的原料，经MTBE的醚化后，进行选择加氢反应，之后得到的物流经过脱异丁烷精馏塔脱除比较轻的异丁烷组分，同时，H2、H2O和甲醇与烃类形成低沸点共沸物从塔顶脱除，然后经过1-丁烯精馏塔脱除比较重的组分正丁烷、反-2-丁烯和顺-2-丁烯，从塔顶可以得到高纯度的1-丁烯，整个过程采用流程集成手段，从1-丁烯精馏塔塔顶出来的物流给脱异丁烷精馏塔塔底换热器供热，从1-丁烯精馏塔塔底出来的物流给进入1-丁烯精馏塔的物流供热，从1-丁烯精馏塔塔顶出来的物流给进入脱异丁烷精馏塔的物流供热，充分地利用了塔顶和塔底物流的热量，极大的降低了能耗，生产操作要求简单。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例或现有技术中的技术方案，下面将对实施例或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍。
图1为本发明实施例所公开的一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程的示意图。
具体实施方式
下面将结合本发明实施例中的附图，对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。
本发明提供了一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，如图1所示的原理示意图，该工艺流程充分利用流程集成原理，对物流热量进行集成，使其充分换热，以减少公用工程用量。
实施例一：
为了阐明本发明的工艺过程和效果，通过对1-丁烯分离纯化的工艺流程的热量和物料平衡计算，模拟本发明的实施方案，模拟年处理9万吨1-丁烯混合物的工况。
包含质量含量为0.03％的氢气、40.7％的1-丁烯、56.9％剩余碳四以及2.37％废气混合物流1以12.5t／hr流量经过换热器E101预热后进入脱异丁烷精馏塔T101，塔顶温度48℃，压力1.55MPa，回流比100。塔顶蒸出的物流3包含H2、H2O、甲醇和异丁烷等轻组分进入冷凝器E102，在冷凝器E102中塔顶组分被冷凝到露点以下，然后进入回流罐一U101，物流4含有包括少量氢气的较轻组分作为不凝气送出界区。脱异丁烷精馏塔T101塔底温度67℃，液体馏分经物流2由泵P101升压后一部分回流，一部分再经过冷却后由物流5采出收集，析出的游离水及时从回流罐一U101的水井中放出。
脱异丁烷精馏塔T101塔底较重组分由物流6采出后，一部分作为塔底再沸回流，即物流7和8分别经换热器E103和E104加热后进入脱异丁烷精馏塔T101塔底。这里，物流7及换热器E103为开工设备，开车时物流7经换热器E103由蒸汽加热提供热量汽化再沸，当1-丁烯精馏塔T102塔开车后，E103即可停止工作，或作为用于加热塔底再沸物流的补充热量。换热器E104所需的热量由1-丁烯精馏塔T102顶气相物料提供，即1-丁烯精馏塔顶气相物料12首先经过脱异丁烷精馏塔T101底换热器后，再由物流14进入1-丁烯精馏塔的回流罐二U102。
物流6部分作为脱异丁烷精馏塔T101换热器回流，其余部分由物流9经泵P102升压并经换热器E105预热至80℃后，进入1-丁烯精馏塔T102进料板上。1-丁烯精馏塔T102塔顶温度控制在81.5℃，压力2.15MPa。1-丁烯精馏塔T102塔顶气相物流12分流为物流13和物流15，优先满足物流13给脱异丁烷精馏塔T101塔底换热器E104的换热要求，即物流13经过脱异丁烷精馏塔T101塔底换热器E104后给物流8加热，再进入1-丁烯精馏塔的回流罐二U102；物流15经塔顶冷却器E107冷凝后由物流16进入回流罐二U102。这里如果物流12全部用于换热器E104换热后，物流15流量可以为0，即E107可以不启用。
来自回流罐二U102罐底的物流21经泵P104升压后一部分作为物流22回流，一部分经物流23与脱异丁烷精馏塔T101的进料物流1换热后变为物流24作为1-丁烯产品采出。
1-丁烯精馏塔T102塔底温度95.5℃，塔底液相由物流17抽出后，部分经物流20由换热器E106再沸汽化后返回T102塔塔底作为气相回流，其余部分由物流18经泵P103升压后，再经换热器E105与物流10换热冷却后，作为剩余碳四产品物流19采出，换热后的物流11进入1-丁烯精馏塔T102。最终，塔底剩余碳四流量为7.12t／h，1-丁烯精馏塔T102塔顶1-丁烯物流24的流量为4.99t／h，纯度为99.8％。
对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。
Claims (5)
1.一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，其特征在于，包括换热单元、流体输送单元及精馏单元，所述换热单元包括换热器和冷凝器，所述精馏单元包括脱异丁烷精馏塔和1-丁烯精馏塔，具体工艺流程如下，来自MTBE的醚化后碳四混合物经过选择加氢反应后，主要组分为H2、H2O、甲醇、异丁烷、1-丁烯、正丁烷、反-2-丁烯和顺-2-丁烯，首先经换热器换热后进入脱异丁烷精馏塔，所述脱异丁烷精馏塔塔顶压力范围在1～3MPa，塔顶温度30～100℃，塔底温度40～120℃，塔顶回流比50～150，塔顶蒸出H2、H2O、甲醇和异丁烷等轻组分，经冷凝器冷凝后进入回流罐一，塔底重组分部分经换热器换热后回流，返回所述脱异丁烷精馏塔塔底，部分经泵升压并预热后进入1-丁烯精馏塔，所述1-丁烯精馏塔的塔顶压力范围在1～3MPa，塔顶温度30～100℃，塔底温度40～130℃，塔顶回流比为2～20，所述1-丁烯精馏塔的塔顶气相物流分为两部分，优先一部分给所述脱异丁烷精馏塔的塔底换热器换热，换热后进入回流罐二，另一部分经冷凝器冷却后进入回流罐二，从回流罐二出来的物流一部分回流，进入所述1-丁烯精馏塔，另一部分与进入所述脱异丁烷精馏塔的进料物流换热，并进一步冷却后送至1-丁烯产品罐，从而分离出纯度较高的1-丁烯产品，所述1-丁烯精馏塔的塔底物流部分经换热器再沸气化后返回所述1-丁烯精馏塔塔底，其余部分经泵升压后与进入所述1-丁烯精馏塔的物流进行换热，冷却后，作为剩余碳四产品采出。
2.根据权利要求1所述的一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，其特征在于，所述脱异丁烷精馏塔的塔底重组分回流物流分为两部分，分别经换热器换热后返回所述脱异丁烷精馏塔，其中一部分与1-丁烯精馏塔塔顶的气相物流进行换热。
3.根据权利要求1所述的一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，其特征在于，所述回流罐一中的含有少量氢气的较轻组分作为不凝气送出界区，液体物流经泵升压后一部分回流，进入所述脱异丁烷精馏塔，另一部分再经过冷却后采出收集。
4.根据权利要求1所述的一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，其特征在于，所述脱异丁烷精馏塔塔顶压力控制在1.3～2.0MPa，塔顶温度40～60℃，塔底温度50～80℃，塔顶回流比80～120。
5.根据权利要求1所述的一种1-丁烯分离纯化的节能工艺流程，其特征在于，所述1-丁烯精馏塔塔顶温度控制在60～90℃，压力1.8～2.5MPa，塔底温度80～110℃，塔顶回流比5～10。
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