CN111825516A - 一种粗丁二烯的分离系统和分离方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种粗丁二烯的分离系统和分离方法，所述粗丁二烯的分离系统包括预分离罐、吸附装置、汽提塔和粗丁二烯预分离塔，所述预分离罐设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔和粗丁二烯预分离塔连通。本发明的分离系统和分离方法不采用油吸收解吸技术，避免吸收油的损耗和回收；避免在高温下运行，相当于提高丁二烯的回收率，大大降低操作成本；综合能耗比传统的油吸收解吸分离技术降低约38.53％，比CN 201710817736.1提到的节能型粗丁二烯分离工艺节能27.75％。

Description

一种粗丁二烯的分离系统和分离方法

技术领域

本发明属于化工产品分离技术领域，具体涉及丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气的分离系统和分离方法，特别是一种粗丁二烯预分离与尾气吸附相结合的分离系统和分离方法。

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。

图2是CN 201710817736.1提出一种节能型粗丁二烯分离工艺，即压缩后的生成气先进行预冷却，将绝大部分的生成气中的碳四冷凝下来，不需要经过油吸收解吸单元的蒸汽热源蒸发，降低了公用工程消耗。采用预分离工艺虽然起到了节能的效果，但仍然需要设置油吸收解吸系统。

通过研究分析，传统的油吸收解吸流程和CN 201710817736.1节能型粗丁二烯预分离技术都存在如下缺点：

1)压缩后的反应生成气下游设置油吸收解吸工艺存在能耗高、吸收油损失大的缺点；

2)含丁二烯物料在高温下运行，丁二烯随着温度的升高，自聚倾向增大，丁二烯损失大；

3)油吸收塔顶的尾气中含有吸收油组分，需要采用大量吸附剂吸收烃类或者送去炉子处理后，直至尾气达标排放。

发明内容

鉴于以上所述现有技术的缺点，本发明的目的在于提供一种粗丁二烯的分离系统和分离方法，所述粗丁二烯的分离系统包括预分离罐、吸附装置、汽提塔和粗丁二烯预分离塔，所述预分离罐设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔和粗丁二烯预分离塔连通。本发明的分离系统和分离方法采用预分离与尾气吸附相结合，不采用油吸收解吸技术，避免吸收油的损耗和回收；避免在高温下运行，相当于提高丁二烯的回收率，大大降低操作成本；综合能耗比传统的油吸收解吸分离技术降低约38.53％，比CN201710817736.1提到的节能型粗丁二烯分离工艺节能27.75％。

本发明是通过以下技术方案实现的：

本发明第一方面提供一种粗丁二烯的分离系统，包括预分离罐、吸附装置、汽提塔和粗丁二烯预分离塔，所述预分离罐设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔和粗丁二烯预分离塔连通。

本发明第二方面提供一种粗丁二烯的分离方法，采用上述任一项所述的分离系统分离丁烯氧化脱氢制丁二烯的产物，包括以下步骤：

1)将丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经所述预分离罐分离，得到预分离罐塔顶气相物流和预分离罐塔底液相物流；

2)步骤1)得到的预分离罐塔顶气相物流经所述吸附装置吸附，得到吸附装置净化物流和吸附装置尾气物流；

3)步骤1)得到的预分离罐塔底液相物流依次经汽提塔和粗丁二烯预分离塔汽提和分离，得到粗丁二烯预分离塔塔顶气相物流和粗丁二烯预分离塔塔底液相物流。

本发明至少具有以下有益效果之一：

1)与现有三塔油吸收解吸工艺和带粗丁二烯预分离的工艺相比，本发明采用预分离+吸附技术进行分离，大大的降低公用工程消耗；通过将生成气中的粗丁二烯进行预分离，含少量碳四的尾气去进行不凝气体和碳四烃类的分离，分离出的碳四烃类进行简单的分馏脱轻工艺，不需要使用蒸汽作热源；这种工艺取代油吸收解吸工艺，避免使用大量吸收油和解吸用蒸汽供给，大大降低操作成本。

2)由于碳四烃中含有大量的丁二烯，温度高导致丁二烯聚合损失等；本发明则是控制在低于75℃的条件下将碳四烃和尾气分离，相当于增加丁二烯的回收率。

3)综合能耗比传统的油吸收解吸分离技术降低约38.53％，比CN 201710817736.1提到的节能型粗丁二烯分离工艺节能27.75％。

附图说明

图1为传统的油吸收解吸工艺的流程示意图。

图2为CN 201710817736.1所述的一种节能型粗丁二烯预分离的流程示意图。

图3为本发明所述的一种粗丁二烯的分离系统(预分离与尾气吸附相结合)的示意图。

附图标记：

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，T-6为脱轻塔，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汽提塔再沸器，E-10为粗丁二烯预分离塔冷凝器，E-11为粗丁二烯预分离塔再沸器，E-12为粗丁二烯预分离塔进料加热器，E-13为脱轻塔冷凝器，E-14为脱轻塔再沸器，V-1为预分离罐，C-1为压缩机，P-1为吸附装置。

S1～S52为工艺物流。

具体实施方式

以下通过特定的具体实例说明本发明的技术方案。应理解，本发明提到的一个或多个方法步骤并不排斥在所述组合步骤前后还存在其他方法步骤或在这些明确提到的步骤之间还可以插入其他方法步骤；还应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。而且，除非另有说明，各方法步骤的编号仅为鉴别各方法步骤的便利工具，而非为限制各方法步骤的排列次序或限定本发明可实施的范围，其相对关系的改变或调整，在无实质变更技术内容的情况下，当亦视为本发明可实施的范畴。

一种粗丁二烯的分离系统，包括预分离罐V-1、吸附装置P-1、汽提塔T-4和粗丁二烯预分离塔T-5，所述预分离罐V-1设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置P-1连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔T-4和粗丁二烯预分离塔T-5连通。

从预分离罐塔底液相出口得到的物流S17靠压差送去汽提塔T-4顶部。

在一个优选的实施例中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)所述吸附装置P-1为变压吸附装置，用于将碳四组分与比碳四轻的组分分离；

2)还包括脱轻塔T-6，所述吸附装置P-1设有吸附装置净化出口和吸附装置尾气出口，所述吸附装置净化出口与所述脱轻塔T-6连通；从所述吸附装置净化出口得到的物流为含碳四烃类组分；从所述吸附装置尾气出口得到物流为不含碳三、碳四及以上烃类的尾气S42，送出所述粗丁二烯的分离系统；

3)还包括压缩机C-1和若干冷却器E，所述压缩机C-1和所述若干冷却器E连通后再与所述预分离罐V-1连通。所述若干冷却器E可以包括压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8，丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经压缩机C-1压缩升压，再经压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8预冷，再通入所述预分离罐V-1进行初步分离。

在一个优选的实施例中，特征2)中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)还包括油吸收装置或膜分离装置，所述脱轻塔T-6设有脱轻塔塔顶气相出口，所述脱轻塔塔顶气相出口与所述油吸收装置或所述膜分离装置连通；从所述脱轻塔塔顶气相出口得到的物流为含二氧化碳的不凝气S51(含有很少量的碳四烃)，可以采用油吸收装置(油吸收工艺)，或者膜分离装置(膜分离等吸附工艺)进一步回收少量碳四烃，使该股物流达到环保排放标准要求；

2)还包括丁二烯抽提装置，所述粗丁二烯预分离塔T-5设有粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和粗丁二烯预分离塔塔底液相出口，所述脱轻塔T-6设有脱轻塔塔顶气相出口和脱轻塔塔底液相出口，所述粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和所述脱轻塔塔底液相出口经管道与所述丁二烯抽提装置连通。从脱轻塔塔底液相出口得到的不含不凝气的碳四烃物流S52和从粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口得到的物流S20，两者混合后为粗丁二烯组分物流S22可送去丁二烯抽提装置，从粗丁二烯预分离塔塔底液相出口得到的物流为重馏分烃。

在一个优选的实施例中，所述汽提塔T-4设有汽提塔塔顶气相出口和汽提塔塔釜液相出口，所述汽提塔塔顶气相出口与所述预分离罐V-1连通，或者，所述汽提塔塔顶气相出口经所述压缩机C-1和所述若干冷却器E再与所述预分离罐V-1连通；所述汽提塔塔釜液相出口与所述粗丁二烯预分离塔T-5连通。

在一个优选的实施例中，还包括粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12，所述汽提塔塔釜液相出口经所述粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12与所述粗丁二烯预分离塔T-5连通，从汽提塔塔釜液相出口得到的物流S19经所述粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12加热升温后送去所述粗丁二烯预分离塔T-5。

一种粗丁二烯的分离方法，采用上述任一项所述的分离系统分离丁烯氧化脱氢制丁二烯的产物，包括以下步骤：

1)将丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经所述预分离罐V-1分离，得到预分离罐塔顶气相物流和预分离罐塔底液相物流；

2)步骤1)得到的预分离罐塔顶气相物流经所述吸附装置P-1吸附，得到吸附装置净化物流和吸附装置尾气物流；

3)步骤1)得到的预分离罐塔底液相物流依次经汽提塔T-4和粗丁二烯预分离塔T-5汽提和分离，得到粗丁二烯预分离塔塔顶气相物流和粗丁二烯预分离塔塔底液相物流。

在一个优选的实施例中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)还包括步骤4)：步骤2)得到的吸附装置净化物流经所述脱轻塔T-6脱轻，得到脱轻塔塔顶气相物流和脱轻塔塔底液相物流；

2)还包括：丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经压缩冷却后再经所述预分离罐V-1分离。

在一个优选的实施例中，特征1)中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)经所述脱轻塔T-6脱轻得到的脱轻塔塔顶气相物流经所述油吸收装置或所述膜分离装置吸收或分离；

2)所述脱轻塔T-6的操作压力为400kPa～1300kPa；优选为700kPa～1200kPa；

3)所述脱轻塔T-6的操作温度为273.15K～353.15K；优选为274.15K～348.15K；

4)还包括步骤5)：所述粗丁二烯预分离塔塔顶气相物流和所述脱轻塔塔底液相物流混合后进行丁二烯抽提。

在一个优选的实施例中，经汽提塔T-4得到的汽提塔塔顶气相物流循环至所述预分离罐V-1分离，或者，经汽提塔T-4得到的汽提塔塔顶气相物流经压缩冷却后循环至所述预分离罐V-1分离。

在一个优选的实施例中，汽提塔塔釜液相物流经加热后再经所述粗丁二烯预分离塔T-5分离。

下面结合附图3所示的粗丁二烯的分离系统(预分离与尾气吸附相结合)，对本发明做进一步详述，以下实施例只是描述性的，不是限定性的，不能以此限定本发明的保护范围。

实施例：

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：尾气中碳四组分含量≤0.1％。

年操作时间8000小时；

压缩机C-1进气量为46.71吨/小时，生成气进料组成见表1；

表1粗丁二烯组成

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。

脱轻塔T-6操作压力800kPaG，塔顶温度274K，塔釜温度349K。

预分离罐V-1操作压力1485kPaG，温度276K。

吸附装置P-1为变压吸附装置，在变压吸附剂的作用下，将绝大部分碳四烃类组分从物流中分离出来，物流S42压力1385kPaG，富碳四烃物流S41经增压后，压力约900kPaG。

分离系统和分离方法说明：

一种粗丁二烯的分离系统，包括预分离罐V-1、吸附装置P-1、汽提塔T-4和粗丁二烯预分离塔T-5，所述预分离罐V-1设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置P-1连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔T-4和粗丁二烯预分离塔T-5连通。

从预分离罐塔底液相出口得到的物流S17靠压差送去汽提塔T-4顶部。

所述吸附装置P-1为变压吸附装置。

所述分离系统还包括脱轻塔T-6，所述吸附装置P-1设有吸附装置净化出口和吸附装置尾气出口，所述吸附装置净化出口与所述脱轻塔T-6连通。

所述分离系统还包括压缩机C-1、压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8，所述压缩机C-1、压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8连通后再与所述预分离罐V-1连通。

所述分离系统还包括油吸收装置或膜分离装置，所述脱轻塔T-6设有脱轻塔塔顶气相出口，所述脱轻塔塔顶气相出口与所述油吸收装置或所述膜分离装置连通。

所述分离系统还包括丁二烯抽提装置，所述粗丁二烯预分离塔T-5设有粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和粗丁二烯预分离塔塔底液相出口，所述脱轻塔T-6设有脱轻塔塔顶气相出口和脱轻塔塔底液相出口，所述粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和所述脱轻塔塔底液相出口经管道与所述丁二烯抽提装置连通。

所述汽提塔T-4设有汽提塔塔顶气相出口和汽提塔塔釜液相出口，所述汽提塔塔顶气相出口经所述压缩机C-1、压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8再与所述预分离罐V-1连通；所述汽提塔塔釜液相出口与所述粗丁二烯预分离塔T-5连通。

所述分离系统还包括粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12，所述汽提塔塔釜液相出口经所述粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12与所述粗丁二烯预分离塔T-5连通。

生成气S1(311K，291kPaG)经过压缩机C-1升压至1485kPaG，并分别经压缩机出料冷却器E-1和预分离罐进料冷却器E-8预冷至276K，然后进入预分离罐V-1进行预分离，罐顶气相S16送去吸附装置P-1。经吸附分离后，吸附装置P-1尾气S42中不含碳三、碳四及以上烃类，该尾气送出装置。变压吸附释放出的含碳四烃类组分S41在脱轻塔T-6中进一步脱除少量不凝气得到物流S51，塔釜的碳四烃S52(5909kg/h，345K)则送去丁二烯抽提装置。

预分离罐V-1罐底的液相S17靠压差送去汽提塔T-4顶部，汽提塔顶部采出的气相S18(325kg/h，382K)返回压缩机C-1，塔釜采出的液相S19(14171kg/h，344K)经粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12加热部分气化后送去粗丁二烯预分离塔T-5，粗丁二烯预分离塔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)。脱轻塔塔底液相物流与粗丁二烯预分离塔顶采出的粗丁二烯混合后送去丁二烯抽提装置。汽提塔再沸器E-9、粗丁二烯预分离塔进料加热器E-12和脱轻塔再沸器E-14均采用热水余热加热，这些余热需要采用循环冷却水冷却，与本发明工艺侧换热，降低循环水的消耗。粗丁二烯预分离塔冷凝器E-10采用循环冷却水冷却，脱轻塔冷凝器E-13采用冷冻水冷却，粗丁二烯预分离塔再沸器E-11则采用低压蒸汽(1.3MPaG等级)作为热源。

为了比较传统的流程、节能型粗丁二烯分离流程和本发明的设计能耗，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。

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。

表2电力及耗能工质能量折算值

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，本发明由于采用粗丁二烯预分离与尾气吸附相结合的分离工艺，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；预分离罐顶30％的碳四物料通过变压吸附工艺，能很好的将碳四组分从不凝气中分离下来。达到同样的碳四回收率，本流程所需的能耗为传统分离流程的61.47％，为CN 201710817736.1预分离+油吸收流程的72.25％。

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。而本发明通过采用预分离和尾气吸附相结合的工艺，避免了采用通过大量吸收油从尾气中分离碳四烃，大大的降低了公辅消耗。同时，将碳四烃和尾气分离的操作温度控制在75℃以下，相当于增加了丁二烯的回收率。

即使T-6塔顶不凝气中含有的碳四烃的回收工艺采用油吸收工艺，对于本例装置规模，吸收油的量也仅有CN 201710817736.1预分离+油吸收流程的10％。

与传统分离流程相比，本发明在蒸汽、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，每年可以较传统流程节省操作费用1066万元，较预分离流程节省操作费用668万元。

以上所述仅为本发明的部分较佳实例而已，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内所作的任何修改、等同替换和改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。

Claims (10)

1.一种粗丁二烯的分离系统，其特征在于，包括预分离罐(V-1)、吸附装置(P-1)、汽提塔(T-4)和粗丁二烯预分离塔(T-5)，所述预分离罐(V-1)设有预分离罐进口、预分离罐塔顶气相出口和预分离罐塔底液相出口，所述预分离罐塔顶气相出口与所述吸附装置(P-1)连通，所述预分离罐塔底液相出口依次与所述汽提塔(T-4)和粗丁二烯预分离塔(T-5)连通。

2.如权利要求1所述的粗丁二烯的分离系统，其特征在于，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)所述吸附装置(P-1)为变压吸附装置，用于将碳四组分与比碳四轻的组分分离；

2)还包括脱轻塔(T-6)，所述吸附装置(P-1)设有吸附装置净化出口和吸附装置尾气出口，所述吸附装置净化出口与所述脱轻塔(T-6)连通；

3)还包括压缩机(C-1)和若干冷却器(E)，所述压缩机(C-1)和所述若干冷却器(E)连通后再与所述预分离罐(V-1)连通。

3.如权利要求2所述的粗丁二烯的分离系统，其特征在于，特征2)中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)还包括油吸收装置或膜分离装置，所述脱轻塔(T-6)设有脱轻塔塔顶气相出口，所述脱轻塔塔顶气相出口与所述油吸收装置或所述膜分离装置连通；

2)还包括丁二烯抽提装置，所述粗丁二烯预分离塔(T-5)设有粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和粗丁二烯预分离塔塔底液相出口，所述脱轻塔(T-6)设有脱轻塔塔顶气相出口和脱轻塔塔底液相出口，所述粗丁二烯预分离塔塔顶气相出口和所述脱轻塔塔底液相出口经管道与所述丁二烯抽提装置连通。

4.如权利要求1至3任一项所述的粗丁二烯的分离系统，其特征在于，所述汽提塔(T-4)设有汽提塔塔顶气相出口和汽提塔塔釜液相出口，所述汽提塔塔顶气相出口与所述预分离罐(V-1)连通，或者，所述汽提塔塔顶气相出口经所述压缩机(C-1)和所述若干冷却器(E)再与所述预分离罐(V-1)连通；所述汽提塔塔釜液相出口与所述粗丁二烯预分离塔(T-5)连通。

5.如权利要求4所述的粗丁二烯的分离系统，其特征在于，还包括粗丁二烯预分离塔进料加热器(E-12)，所述汽提塔塔釜液相出口经所述粗丁二烯预分离塔进料加热器(E-12)与所述粗丁二烯预分离塔(T-5)连通。

6.一种粗丁二烯的分离方法，其特征在于，采用权利要求1至5任一项所述的分离系统分离丁烯氧化脱氢制丁二烯的产物，包括以下步骤：

1)将丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经所述预分离罐(V-1)分离，得到预分离罐塔顶气相物流和预分离罐塔底液相物流；

2)步骤1)得到的预分离罐塔顶气相物流经所述吸附装置(P-1)吸附，得到吸附装置净化物流和吸附装置尾气物流；

3)步骤1)得到的预分离罐塔底液相物流依次经汽提塔(T-4)和粗丁二烯预分离塔(T-5)汽提和分离，得到粗丁二烯预分离塔塔顶气相物流和粗丁二烯预分离塔塔底液相物流。

7.如权利要求6所述的分离方法，其特征在于，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)还包括步骤4)：步骤2)得到的吸附装置净化物流经所述脱轻塔(T-6)脱轻，得到脱轻塔塔顶气相物流和脱轻塔塔底液相物流；

2)还包括：丁烯氧化脱氢制丁二烯的生成气经压缩冷却后再经所述预分离罐(V-1)分离。

8.如权利要求7所述的分离方法，其特征在于，特征1)中，还包括如下技术特征中的至少一项：

1)经所述脱轻塔(T-6)脱轻得到的脱轻塔塔顶气相物流经所述油吸收装置或所述膜分离装置吸收或分离；

2)所述脱轻塔(T-6)的操作压力为400kPa～1300kPa；

3)所述脱轻塔(T-6)的操作温度为273.15K～353.15K；

4)还包括步骤5)：所述粗丁二烯预分离塔塔顶气相物流和所述脱轻塔塔底液相物流混合后进行丁二烯抽提。

9.如权利要求6至8任一项所述的分离方法，其特征在于，经汽提塔(T-4)得到的汽提塔塔顶气相物流循环至所述预分离罐(V-1)分离，或者，经汽提塔(T-4)得到的汽提塔塔顶气相物流经压缩冷却后循环至所述预分离罐(V-1)分离。

10.如权利要求9所述的分离方法，其特征在于，汽提塔塔釜液相物流经加热后再经所述粗丁二烯预分离塔(T-5)分离。

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