CN107445790A - 一种节能型粗丁二烯预分离工艺 - Google Patents

一种节能型粗丁二烯预分离工艺 Download PDF

Info

Publication number
CN107445790A
CN107445790A CN201710817736.1A CN201710817736A CN107445790A CN 107445790 A CN107445790 A CN 107445790A CN 201710817736 A CN201710817736 A CN 201710817736A CN 107445790 A CN107445790 A CN 107445790A
Authority
CN
China
Prior art keywords
tower
crude butadiene
oil
separation
energy
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Granted
Application number
CN201710817736.1A
Other languages
English (en)
Other versions
CN107445790B (zh
Inventor
徐国辉
李延生
苗安然
李云生
赵强
刘国云
高文涛
李艳
常仁杰
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Wison Engineering Ltd
Original Assignee
Wison Engineering Ltd
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Wison Engineering Ltd filed Critical Wison Engineering Ltd
Priority to CN201710817736.1A priority Critical patent/CN107445790B/zh
Publication of CN107445790A publication Critical patent/CN107445790A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN107445790B publication Critical patent/CN107445790B/zh
Active legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/11—Purification; Separation; Use of additives by absorption, i.e. purification or separation of gaseous hydrocarbons with the aid of liquids

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Abstract

本发明涉及一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其具体包括生成气压缩预冷后送去预分离罐，罐顶气相送去油吸收塔和解吸塔，解吸塔塔顶或侧线采出粗丁二烯，预分离罐罐底液相分别经汽提塔和粗丁二烯分离塔分离后，从粗丁二烯分离塔塔顶得到的粗丁二烯与从解吸塔得到的粗丁二烯混合后一起送去下游的丁二烯抽提单元进行进一步分离，比碳四重的组分从粗丁二烯分离塔塔釜采出。与现有技术相比，本发明采用节能型粗丁二烯预分离工艺，预分离罐罐顶采出约30％的粗丁二烯去进行油吸收解吸，罐底采出约70％的粗丁二烯进行普通精馏，综合能耗比现有的分离技术降低约16.9％，并且解决了吸收油损耗的问题，具有显著的经济效益。

Description

一种节能型粗丁二烯预分离工艺
技术领域
本发明涉及丁烯氧化脱氢制丁二烯分离工艺的油吸收解吸分离技术领域，尤其是涉及一种节能型粗丁二烯预分离工艺。
背景技术
丁二烯是重要的石油化工基础原料，用来生产合成橡胶、合成树脂、己二腈、己二胺、尼龙66、环丁砜、1,4-丁二醇等。丁二烯的生产方法有碳四馏分分离和合成法(包括丁烷脱氢、丁烯脱氢、丁烯氧化脱氢等)两种。世界各国丁二烯几乎全部直接来自烃类裂解制乙烯时的生产碳四馏分。通过丁烯氧化脱氢工艺生产丁二烯是丁二烯来源的一个补充。在丁烯氧化脱氢工艺生产丁二烯工艺中，将粗丁二烯从生成气中通过油吸收解吸工艺分离出来是保证丁二烯生产的重要的单元操作，分离的能耗和吸收油的消耗也是影响丁二烯生产成本的关键因素之一，所以油吸收解吸过程的节能降耗问题越来越受到人们的重视。
图1是一种目前广泛采用的三塔油吸收解吸工艺，三塔为油吸收塔、解吸塔和溶剂油再生塔。即通过油吸收塔脱除生成气中的不凝气，不凝气经尾气处理后排放去大气，油吸收塔釜富油经过解吸塔分离粗丁二烯和贫吸收油，侧线得到粗丁二烯，解吸塔塔顶不凝气返回生成气压缩机，塔釜贫油循环使用。同时塔釜贫油的10％送去溶剂油再生塔进行再生。这种方法虽然技术成熟，但是生产能耗较高，并且吸收油损耗较大。
丁烯氧化脱氢反应生成气处理的相关专利有CN201310392131，CN201210352538等。这些专利公开的处理丁烯氧化脱氢反应生成气的处理工艺是采用传统三塔流程的油吸收解吸工艺，即包含油吸收塔、解吸塔和溶剂油再生塔。通过对其工艺流程进行分析，发现传统的油吸收解吸工艺存在以下不足：
(1)能耗高。传统的三塔油吸收解吸工艺中，经压缩后的生成气全部以40℃的温度送至油吸收塔塔釜，为了将丁二烯等碳四组分从生成气中分离下来，需要使用大量的吸收油，油吸收塔釜的富油在解吸塔中解吸出来，解吸塔釜的贫油经泵加压后经一系列的换热器冷却至约0℃返回油吸收塔顶。这样，循环吸收油的量越大，公用工程的消耗量越大。
(2)吸收油损失大。由于氧化脱氢反应会产生部分苯、甲苯等重烃，这些重烃如果不能在油吸收解吸工段之前进行分离，就会溶解在吸收油中。常用的吸收主要是碳六、碳七等混合链烃，这些链烃常压下的沸点和苯、甲苯非常接近，采用普通的精馏工艺很难将这些重组分和吸收油分离。这样，生成气中的重组分会长期积累在吸收油中，这会大大降低吸收油的吸收效果，为了达到吸收效果，势必要补充更多的吸收，甚至替换吸收油，这会增加装置的操作成本。
发明内容
本发明的目的就是为了克服上述现有技术存在的缺陷而提供一种节能型粗丁二烯预分离工艺。
本发明的目的可以通过以下技术方案来实现：
一种节能型粗丁二烯预分离工艺，包括以下步骤：
(1)生成气经压缩冷却后，送至预分离罐分离，其中，罐顶气相送入油吸收塔塔釜，并与从油吸收塔塔顶进入的吸收油接触吸收；
(2)油吸收塔塔顶气相不凝气一送去尾气处理装置，塔釜富油升温后送入解析塔中部；
(3)解析塔内塔顶采出的气相不凝气二与生成气汇合循环利用，塔釜采出的贫油冷却后送往油吸收塔顶部，侧线采出粗丁二烯送往后续丁二烯抽提装置；
(4)预分离罐罐底液相送往汽提塔，汽提塔顶部采出的顶部气相返回与生成气汇合循环利用，塔釜液相加热升温后送往粗丁二烯分离塔；
(5)粗丁二烯分离塔塔顶采出粗丁二烯与解析塔侧线采出的粗丁二烯混合后一同送往后续丁二烯抽提装置，塔釜采出重馏分排出。
优选的，解析塔塔釜采出的贫油与油吸收塔塔釜的富油在进/出料换热器换热并分别实现冷却和升温，且解析塔塔釜采出的贫油在进/出料换热器换热冷却后，还经过贫油冷却器冷却。
优选的，所述的预分离罐的操作压力为400kPa～3000kPa，操作温度为273.15K～343.15K。更优选的，所述的预分离罐的操作压力为800kPa～1800kPa，操作温度为273.15K～313.15K。
优选的，所述的预分离罐罐底液相的碳四组分的质量百分比浓度为70.0～99.9wt％。更优选的，所述的碳四组分的质量百分比浓度为90.0～99.9wt％。
优选的，所述的汽提塔内的操作压力为200kPa～2000kPa，操作温度为273.15K～400.15K。更优选的，所述的汽提塔内的操作压力为500kPa～1000kPa，塔釜操作温度为313.15K～363.15K。
优选的，所述的粗丁二烯分离塔的回流比为0.3～2，操作压力为200kPa～1000kPa，操作温度为273.15K～430K。更优选的，所述的粗丁二烯分离塔的回流比为0.5～1.2，操作压力为400kPa～800kPa。
优选的，所述的生成气为丁烯氧化脱氢反应生成气。
与现有技术相比，本发明具有以下优点：
(1)能耗低：本发明的节能型粗丁二烯预分离工艺则通过将生成气中的粗丁二烯等碳四组分进行预分离，使得绝大部分的粗丁二烯等碳四组分在汽提塔和粗丁二烯分离塔中通过普通精馏即可得到，大大降低了油吸收解吸工段的循环吸收油的循环量，从而降低了公用工程消耗，节省了能耗。此外，粗丁二烯分离塔塔顶不需要消耗比循环冷却水温度更低的冷剂的冷量，节省了电耗。
(2)吸收油损耗小：本发明采用预分离+油吸收解吸技术进行分离，通过将生成气中的粗丁二烯进行预分离，少量的粗丁二烯随生成气去进行油吸收解吸，大部分的粗丁二烯及更重组分进行普通精馏，避免了生成气中的重组分污染吸收油，大大降低了吸收油的损耗。
附图说明
图1为现有油吸收解吸工艺的流程示意图；
图2为本发明所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺的流程示意图；
图中，T-1为油吸收塔，T-2为解吸塔，T-3为溶剂油再生塔，T-4为汽提塔，T-5为粗丁二烯预分离塔，E-1压缩机出料冷却器，E-2为解吸塔进出料换热器，E-3为贫油冷却器，E-4为解吸塔冷凝器，E-5为解吸塔再沸器，E-6为溶剂油再生塔冷凝器，E-7为溶剂油再生塔再沸器，E-8为预分离罐进料冷却器，E-9预分离塔再沸器，E-10为预分离塔冷凝器，E-11为预分离塔再沸器，E-12为粗丁二烯预分离塔进料加热器，V-1为预分离罐，C-1为压缩机。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例对本发明进行详细说明。
一种节能型粗丁二烯预分离工艺，如图2所示，包括以下步骤：
(1)丁烯氧化脱氢反应生成气S1经压缩冷却后，送至预分离罐V-1分离，其中，罐顶气相S16送入油吸收塔T-1塔釜，并与从油吸收塔T-1塔顶进入的吸收油S10接触吸收；
(2)油吸收塔塔顶气相不凝气一S11送去尾气处理装置，塔釜富油S4升温后送入解析塔T-2中部；
(3)解析塔T-2内塔顶采出的气相不凝气二S6与丁烯氧化脱氢反应生成气S1汇合循环利用，塔釜采出的贫油S8冷却后送往油吸收塔T-1顶部，侧线采出粗丁二烯S7送往后续丁二烯抽提装置；
(4)预分离罐V-1罐底液相S17送往汽提塔T-4，汽提塔T-4顶部采出的顶部气相S18与丁烯氧化脱氢反应生成气S1汇合循环利用，塔釜液相S19加热升温后送往粗丁二烯分离塔T-5；
(5)粗丁二烯分离塔T-5塔顶采出粗丁二烯S20与解析塔T-2侧线采出的粗丁二烯S7混合后一同送往后续丁二烯抽提装置，塔釜采出重馏分S21排出。
作为本发明的一种优选的实施方式，解析塔T-2塔釜采出的贫油S8与油吸收塔T-1塔釜的富油S4在进/出料换热器E-2换热并分别实现冷却和升温，且解析塔T-2塔釜采出的贫油S8在进/出料换热器E-2换热冷却后，还经过贫油冷却器E-3冷却。
作为本发明的一种优选的实施方式，所述的预分离罐V-1的操作压力为400kPa～3000kPa，操作温度为273.15K～343.15K。更优选的，所述的预分离罐V-1的操作压力为800kPa～1800kPa，操作温度为273.15K～313.15K。
作为本发明的一种优选的实施方式，所述的预分离罐V-1罐底液相S17的碳四组分的质量百分比浓度为70.0～99.9wt％。更优选的，所述的碳四组分的质量百分比浓度为90.0～99.9wt％。
作为本发明的一种优选的实施方式，所述的汽提塔T-4内的操作压力为200kPa～2000kPa，操作温度为273.15K～400.15K。更优选的，所述的汽提塔T-4内的操作压力为500kPa～1000kPa，塔釜操作温度为313.15K～363.15K。
作为本发明的一种优选的实施方式，所述的粗丁二烯分离塔T-5的回流比为0.3～2，操作压力为200kPa～1000kPa，操作温度为273.15K～430K。更优选的，所述的粗丁二烯分离塔T-5的回流比为0.5～1.2，操作压力为400kPa～800kPa。
实施例1
本发明以10万吨/年丁烯氧化脱氢制丁二烯的流程模拟计算结果为例进行叙述。
计算基础参数说明：
碳四损失：油吸收塔T-1顶气相中碳四组分含量≤0.1％。
年操作时间8000小时；
压缩机C-1进气量为50.86吨/小时，生成气S1进料组成见表1；
表1生成气组成(质量百分比)
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力800kPaG，塔顶温度282K，塔釜温度343K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力400kPaG，塔顶温度320K，塔釜温度396K。
工艺流程说明：
生成气S1(311K，291kPaG)经过压缩机C-1升压至1485kPaG，得到压缩原料气S2，并分别经压缩机出料冷却器E-1(得到出口物料S3)和预分离罐进料冷却器E-8预冷至276K(即物料S15)，然后进入预分离罐V-1进行初步分离，罐顶气相S16直接送去油吸收塔T-1塔釜。在油吸收塔T-1内，塔釜气相进料(即S16)与塔顶液相吸收油S10在塔板上错流接触，将气相进料中的碳四组分吸收下来。油吸收塔T-1塔顶气相不凝气一S11(1379kPaG，30247kg/h)送去尾气处理装置，塔釜的富油S4(34795kg/h，295K)与解吸塔T-2塔釜采出的贫油S8(28118kg/h，415K)在进/出料换热器E-2中换热升温后，得到待解吸物料S5并送去解吸塔T-2中部。解析塔T-2塔顶采出的气相不凝气二S6(740kg/h，277K)返回压缩机C1并与生成气S1一起循环利用，侧线采出粗丁二烯S7(5979kg/h，315K)送去下游的丁二烯抽提装置，解吸塔T-2塔釜采出的贫油S8与外部补充吸收油S23汇合后形成贫油股S9，然后分别经进/出料换热器E-2、贫油冷却器E-3冷却至275K后送去油吸收塔顶部(即塔顶液相吸收油S10)。解吸塔冷凝器E-4采用冷剂冷凝，冷剂可以是冷冻盐水或丙烯冷剂，解析塔再沸器E-5采用低压蒸汽(1.3MPaG等级)。
预分离罐V-1罐底液相S17靠压差送去汽提塔T-4顶部，汽提塔T-4顶部采出的塔顶气相S18(325kg/h，382K)返回压缩机C1并与生成气S1一起汇聚并循环利用，塔釜采出的液相S19(14171kg/h，344K)经粗丁二烯进料加热器E-12加热部分气化后形成物料流S24，并送去粗丁二烯分离塔T-5，粗丁二烯分离塔T-5塔顶采出粗丁二烯S20(14050kg/h，317K)，塔釜采出重馏分烃S21(121kg/h，396K)。解吸塔T-2侧线采出的粗丁二烯S7与粗丁二烯分离塔顶采出的粗丁二烯S20混合后形成混合料S22送去丁二烯抽提装置。汽提塔再沸器E-9和粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12采用蒸汽凝液或装置其余单元的低品位余热作为热源。预分离塔冷凝器E-10采用循环冷却水冷却，预分离塔再沸器E-11则采用低压蒸汽(1.3MPaG等级)作为热源。
对比例1
生成气S1与实施例1相同，不同之处在于对比例1采用传统的三塔油吸收解吸工艺流程，如图1所示，具体工艺说明为：
生成气S1经过压缩机C-1升压得到压缩原料气S2，并经压缩机出料冷却器E-1冷却得到出口物料S3，然后送入油吸收塔T-1。在油吸收塔T-1内，塔釜气相进料(即S16)与塔顶液相吸收油S10在塔板上错流接触，将气相进料中的碳四组分吸收下来。油吸收塔T-1塔顶气相不凝气一S11送去尾气处理装置，塔釜的富油S4与解吸塔T-2塔釜采出的一部分贫油S8在进/出料换热器E-2中换热升温后，得到待解吸物料S5并送去解吸塔T-2中部。解析塔T-2塔顶采出的气相不凝气二S6返回压缩机C1并与生成气S1一起循环利用，侧线采出粗丁二烯S7送去下游的丁二烯抽提装置，解吸塔T-2塔釜采出的一部分贫油S8与外部补充吸收油S23、溶剂油再生塔T-3塔顶采出的再生贫油S13汇合后形成贫油股S9，然后分别经进/出料换热器E-2、贫油冷却器E-3冷却至275K后送去油吸收塔顶部(即塔顶液相吸收油S10)。解吸塔T-2塔顶冷凝器E-4采用冷剂冷凝，冷剂可以是冷冻盐水或丙烯冷剂，塔釜再沸器E-5采用低压蒸汽。
解析塔T-2塔釜采出的另一部分贫油S12送入溶剂油再生塔T-3再生，并在溶剂油再生塔T-3塔顶采出再生贫油S13循环利用，塔釜采出馏分S14排出。溶剂油再生塔冷凝器E-6采用冷剂冷凝，冷剂可以是冷冻盐水或丙烯冷剂，溶剂油再生塔再沸器E-5采用低压蒸汽。
传统的油吸收解吸工艺流程计算参数如下：
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度323K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度312K，塔釜温度413K；
溶剂油再生塔T-3操作压力12kPaG，塔顶温度360K，塔釜温度387K。
为了比较传统的流程和本发明节能型粗丁二烯分离流程的设计能耗，两种流程计算采用的生成气指标和总量以及侧线采出的粗丁二烯指标和总量完全相同，并且按照GB/T50441-2007《石油化工设计能耗计算标准》对电力及耗能工质进行了能量折算，折算值见表2，两种工艺流程的设计能耗比较见表3。
表2电力及耗能工质能量折算值
类别 单位 能量折算值(MJ)
电 kWh 10.89
循环水 t 4.19
1.3MPaG蒸汽 t 3349
表3两种流程设计能耗比较(单位时间：小时)
如表3数据所示，在综合能耗上，由于节能型粗丁二烯分离流程采用预分离工艺，生成气中约30％的碳四物料从预分离罐罐顶气相采出，约70％的碳四物料从预分离罐罐底液相采出。达到同样的碳四回收率，节能型粗丁二烯分离流程所需的吸收油量为传统分离流程所需吸收油量的70％。与传统分离流程相比综合能耗降低约16.9％。
在吸收油消耗上，由于丁烯氧化脱氢反应生成少量的苯和甲苯等芳烃，对于规模为10万吨/年的装置，每年生成苯和甲苯等芳烃约720吨，这些重组分如果在油吸收塔之前不进行分离，会随丁二烯等碳四组分一起进入吸收油中。而现有工艺中使用的吸收油为碳六和碳七链烃混合物，碳六和碳七链烃会和苯、甲苯等形成共沸，不能采用普通精馏加以分离。随着吸收油中芳烃含量的增加，吸收油的效果会下降，最后会采取更换吸收油的方式，这样会增加装置的运行成本。
与传统分离流程相比，节能型粗丁二烯预分离流程在蒸汽、电及循环冷却水的消耗上均较少。按每吨循环水运行成本0.3元，每吨1.3MPa蒸汽价值120元，电力价格为0.6元/kWh，年操作时间为8000小时进行计算，每年可以节省操作费用406万元。
实施例2
与实施例1相比，绝大部分都相同，除了本实施例中：
预分离罐V-1的操作压力为400kPa，操作温度为273.15K；
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力200kPaG，塔顶温度273.15K，塔釜温度313K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力200kPaG，回流比为0.3，塔顶温度273.15K，塔釜温度380K。
实施例3
与实施例1相比，绝大部分都相同，除了本实施例中：
预分离罐V-1的操作压力为3000kPa，操作温度为343.15K；
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力2000kPaG，塔顶温度283K，塔釜温度343.15K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力1000kPaG，回流比为2，塔顶温度385K，塔釜温度430K。
实施例4
与实施例1相比，绝大部分都相同，除了本实施例中：
预分离罐V-1的操作压力为1000kPa，操作温度为313.15K；
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力500kPaG，塔顶温度313.15K，塔釜温度335.2K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力600kPaG，回流比为1.2，塔顶温度290K，塔釜温度360K。
实施例5
与实施例1相比，绝大部分都相同，除了本实施例中：
预分离罐V-1的操作压力为1800kPa，操作温度为290K；
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力1000kPaG，塔顶温度320.5K，塔釜温度363.15K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力800kPaG，回流比为0.5，塔顶温度313.15K，塔釜温度375.55K。
实施例6
与实施例1相比，绝大部分都相同，除了本实施例中：
预分离罐V-1的操作压力为1800kPa，操作温度为290K；
油吸收塔T-1操作压力1379kPaG，塔顶温度276K，塔釜温度295K；
解吸塔T-2操作压力361kPaG，塔顶温度314K，塔釜温度413K；
汽提塔T-4操作压力1000kPaG，塔顶温度320.5K，塔釜温度363.15K；
粗丁二烯预分离塔T-5操作压力800kPaG，回流比为0.8，塔顶温度313.15K，塔釜温度375.55K。
本发明提供了一种节能型粗丁二烯预分离工艺，具有显著的经济效益。结合实施例加以具体说明，相关领域的人员完全可以根据本发明提供的方法进行适当改动或变更与组合，来实现该技术。需要特别说明的是，所有这些通过对本发明提供的工艺流程进行相类似的改动或变更与重新组合，对本领域技术人员来说是显而易见的，都被视为在本发明的精神、范围和内容中。

Claims (10)

1.一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，包括以下步骤：
(1)生成气经压缩冷却后，送至预分离罐分离，其中，罐顶气相送入油吸收塔塔釜，并与从油吸收塔塔顶进入的吸收油接触吸收；
(2)油吸收塔塔顶气相不凝气一送去尾气处理装置，塔釜富油升温后送入解析塔中部；
(3)解析塔内塔顶采出的气相不凝气二与生成气汇合循环利用，塔釜采出的贫油冷却后送往油吸收塔顶部，侧线采出粗丁二烯送往后续丁二烯抽提装置；
(4)预分离罐罐底液相送往汽提塔，汽提塔顶部采出的顶部气相返回与生成气汇合循环利用，塔釜液相加热升温后送往粗丁二烯分离塔；
(5)粗丁二烯分离塔塔顶采出粗丁二烯与解析塔侧线采出的粗丁二烯混合后一同送往后续丁二烯抽提装置，塔釜采出重馏分排出。
2.根据权利要求1所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，解析塔塔釜采出的贫油与油吸收塔塔釜的富油在进/出料换热器换热并分别实现冷却和升温，且解析塔塔釜采出的贫油在进/出料换热器换热冷却后，还经过贫油冷却器冷却。
3.根据权利要求1所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的预分离罐的操作压力为400kPa～3000kPa，操作温度为273.15K～343.15K。
4.根据权利要求3所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的预分离罐的操作压力为800kPa～1800kPa，操作温度为273.15K～313.15K，罐底液相中碳四组分的质量百分比浓度为70.0～99.9wt％。
5.根据权利要求4所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，罐底液相中碳四组分的质量百分比浓度为90.0～99.9wt％。
6.根据权利要求1所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的汽提塔内的操作压力为200kPa～2000kPa，操作温度为273.15K～400.15K。
7.根据权利要求6所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的汽提塔内的操作压力为500kPa～1000kPa，塔釜操作温度为313.15K～363.15K。
8.根据权利要求1所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的粗丁二烯分离塔的回流比为0.3～2，操作压力为200kPa～1000kPa，操作温度为273.15K～430K。
9.根据权利要求8所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的粗丁二烯分离塔的回流比为0.5～1.2，操作压力为400kPa～800kPa。
10.根据权利要求1所述的一种节能型粗丁二烯预分离工艺，其特征在于，所述的生成气为丁烯氧化脱氢反应生成气。
CN201710817736.1A 2017-09-12 2017-09-12 一种节能型粗丁二烯预分离工艺 Active CN107445790B (zh)

Priority Applications (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710817736.1A CN107445790B (zh) 2017-09-12 2017-09-12 一种节能型粗丁二烯预分离工艺

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
CN201710817736.1A CN107445790B (zh) 2017-09-12 2017-09-12 一种节能型粗丁二烯预分离工艺

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN107445790A true CN107445790A (zh) 2017-12-08
CN107445790B CN107445790B (zh) 2020-07-31

Family

ID=60495352

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201710817736.1A Active CN107445790B (zh) 2017-09-12 2017-09-12 一种节能型粗丁二烯预分离工艺

Country Status (1)

Country Link
CN (1) CN107445790B (zh)

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108218656A (zh) * 2018-01-08 2018-06-29 惠生工程（中国）有限公司 一种含轻质气体的碳四烃的分离方法
CN110066212A (zh) * 2018-01-22 2019-07-30 惠生工程（中国）有限公司 一种甲醇制烯烃工艺副产碳四烯烃氧化脱氢制丁二烯工艺
CN111825516A (zh) * 2019-04-19 2020-10-27 惠生工程（中国）有限公司 一种粗丁二烯的分离系统和分离方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS60174733A (ja) * 1984-02-21 1985-09-09 Japan Synthetic Rubber Co Ltd １，３−ブタジエンの製造方法
CN101353286A (zh) * 2007-07-25 2009-01-28 上海惠生化工工程有限公司 一种含轻质气体的非深冷低碳烃分离方法
CN104418693A (zh) * 2013-09-02 2015-03-18 中国石化工程建设有限公司 一种丁烯氧化脱氢制丁二烯装置的节能方法

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS60174733A (ja) * 1984-02-21 1985-09-09 Japan Synthetic Rubber Co Ltd １，３−ブタジエンの製造方法
CN101353286A (zh) * 2007-07-25 2009-01-28 上海惠生化工工程有限公司 一种含轻质气体的非深冷低碳烃分离方法
CN104418693A (zh) * 2013-09-02 2015-03-18 中国石化工程建设有限公司 一种丁烯氧化脱氢制丁二烯装置的节能方法

Cited By (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN108218656A (zh) * 2018-01-08 2018-06-29 惠生工程（中国）有限公司 一种含轻质气体的碳四烃的分离方法
CN108218656B (zh) * 2018-01-08 2021-06-29 惠生工程（中国）有限公司 一种含轻质气体的碳四烃的分离方法
CN110066212A (zh) * 2018-01-22 2019-07-30 惠生工程（中国）有限公司 一种甲醇制烯烃工艺副产碳四烯烃氧化脱氢制丁二烯工艺
CN110066212B (zh) * 2018-01-22 2022-04-01 惠生工程（中国）有限公司 一种甲醇制烯烃工艺副产碳四烯烃氧化脱氢制丁二烯工艺
CN111825516A (zh) * 2019-04-19 2020-10-27 惠生工程（中国）有限公司 一种粗丁二烯的分离系统和分离方法
CN111825516B (zh) * 2019-04-19 2023-04-28 惠生工程（中国）有限公司 一种粗丁二烯的分离系统和分离方法

Also Published As

Publication number Publication date
CN107445790B (zh) 2020-07-31

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN109678635B (zh) 一种饱和烃裂解气分离系统和富乙烷/丙烷饱和烃的利用方法
CN109912380B (zh) 一种裂解气分离方法和装置
CN109912379B (zh) 一种炼厂干气分离方法和装置
CN105503492B (zh) 一种mtp装置及其新型分离工艺
CN112028731B (zh) 一种分离丙烷脱氢制丙烯反应产物的方法
CN107445790A (zh) 一种节能型粗丁二烯预分离工艺
CN113045372A (zh) 乙醇脱水制备乙烯生产工艺及装置
CN109678633B (zh) 一种富丁烷/戊烷饱和烃的利用方法
CN109749779A (zh) 一种油吸收及精馏法回收炼厂干气中碳二碳三的装置和方法
US8853485B2 (en) Method for preparing polymer grade low-carbon olefin through separation of methanol pyrolysis gas
CN105273757B (zh) 一种nmp吸收分离炼厂干气的方法
CN104606911A (zh) 一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置及方法
CN204447370U (zh) 一种萃取精馏与闪蒸耦合分离丙烯和丙烷的装置
CN108218656B (zh) 一种含轻质气体的碳四烃的分离方法
CN111004079A (zh) 一种甲烷氧化偶联制乙烯反应气体的分离方法及装置
CN111320523A (zh) 一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置
CN111320522B (zh) 一种从炼厂干气中分离乙烯的方法及装置
CN112939724B (zh) 一种丙烷脱氢制丙烯反应产物回收装置和回收工艺
CN110066212B (zh) 一种甲醇制烯烃工艺副产碳四烯烃氧化脱氢制丁二烯工艺
CN111825516B (zh) 一种粗丁二烯的分离系统和分离方法
CN112028734A (zh) 一种丙烷脱氢制丙烯反应产物回收装置和回收工艺
CN106187664B (zh) 制备异丁烯的方法
CN112760130A (zh) 一种油气分离及回收的装置和方法
CN106478344B (zh) 醇和/或醚制丙烯产物分离方法
CN112707785B (zh) 一种带冷量回收的裂解气分离系统及分离方法

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
CB02 Change of applicant information

Address after: 201210 Zhongke Road 699, China (Shanghai) Free Trade Pilot Area, Shanghai

Applicant after: Wison Engineering (China) Ltd.

Address before: 201203 No. 1399 Zhangheng Road, Zhangjiang High-tech Park, Pudong New Area, Shanghai

Applicant before: Wison Engineering (China) Ltd.

CB02 Change of applicant information
GR01 Patent grant
GR01 Patent grant