CN114555546A - 用于通过萃取精馏、蒸馏、和/或选择性加氢制备1,3-丁二烯的集成系统和方法 - Google Patents

用于通过萃取精馏、蒸馏、和/或选择性加氢制备1,3-丁二烯的集成系统和方法 Download PDF

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CN114555546A CN202080071412.8A CN202080071412A CN114555546A CN 114555546 A CN114555546 A CN 114555546A CN 202080071412 A CN202080071412 A CN 202080071412A CN 114555546 A CN114555546 A CN 114555546A
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Abstract

公开了用于由C4烃混合物制备1,3‑丁二烯的系统和方法。在萃取精馏塔中处理包含1,3‑丁二烯、C4炔烃和其他C4烃的C4烃混合物以制备包含1,3‑丁二烯和包括乙烯基乙炔和乙基乙炔的C4炔烃的粗1,3‑丁二烯流。粗1,3‑丁二烯流随后在第一蒸馏塔蒸馏，并且第一蒸馏塔的塔底流在第二蒸馏塔中进一步蒸馏以制备主要包含1,3‑丁二烯的塔顶流。将主要包含C4炔烃的侧流从第二蒸馏塔中回收并在选择性加氢装置中处理以制备其他的1,3‑丁二烯。

Description

用于通过萃取精馏、蒸馏、和/或选择性加氢制备1,3-丁二烯 的集成系统和方法
相关申请的交叉引用
本申请要求2019年9月13日提交的美国临时专利申请第62/900409号的优先权，其通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明一般地涉及用于制备1,3-丁二烯的系统和方法。更具体地，本发明涉及使用萃取精馏、蒸馏和/或加氢的集成工艺由C4烃制备1,3-丁二烯的系统和方法。
背景技术
1,3-丁二烯是一种有价值的化学品，其可以在许多化工生产过程中用作原料。例如，1,3-丁二烯可用于制备合成橡胶的主要成分聚丁二烯。此外，丁二烯可用于通过氢氰化工艺制备尼龙中间体己二腈。
1,3-丁二烯通过多种工艺制备，其包括从蒸汽裂解装置的C4萃余液中萃取、正丁烷脱氢和丁烯脱氢。在从蒸汽裂解装置萃取精馏C4萃余液的过程中，由于C4萃余液中C4烃的沸点接近，采用两步萃取精馏，每一步具有不同的溶剂进料比和操作条件。在两步萃取精馏过程中，来自第一萃取精馏塔的包含丁二烯和C4炔烃的流出物流流至第二萃取精馏塔以从丁二烯中分离C4炔烃。
然而，萃取精馏通常是高成本的工艺。使用两个萃取精馏塔不仅需要高资本支出，而且用于制备1,3-丁二烯的材料和能源的操作成本也很高。此外，两步萃取精馏法没有充分利用C4炔烃制备1,3-丁二烯，导致该工艺的生产效率低。
总体而言，虽然存在用于由C4烃混合物制备1,3-丁二烯的方法，但至少鉴于常规方法的上述缺点，该领域仍需要改进。
发明内容
已发现与用于由C4烃混合物制备1,3-丁二烯的方法相关的至少一些上述问题的解决方案。该解决方案在于用于制备1,3-丁二烯的方法，该方法包括一个萃取精馏步骤，然后是蒸馏步骤和选择性加氢步骤。与包括两次萃取精馏步骤的常规方法相比，该方法使用萃取精馏步骤和蒸馏步骤将1,3-丁二烯与其他C4烃分离，降低了制备1,3-丁二烯的资本支出、材料和能源成本。此外，该方法使用从C4烃中分离出来的C4炔烃，通过选择性加氢制备其他的1,3-丁二烯，从而提高了1,3-丁二烯的生产效率。因此，本发明的方法为与制备1,3-丁二烯的常规方法相关的至少一些问题提供了技术解决方案。
本发明的实施方案包括用于制备1,3-丁二烯的方法。该方法包括萃取精馏C4烃进料以形成包含1,3-丁二烯和C4炔烃的粗丁二烯流。该方法包括通过一个或多于一个蒸馏塔蒸馏粗丁二烯流。该方法包括从一个或多于一个蒸馏塔中回收主要包含C4炔烃的侧流。该方法还包括将侧流中的至少一些C4炔烃加氢以在产物流中制备1,3-丁二烯。
本发明的实施方案包括用于制备1,3-丁二烯的方法。该方法包括萃取精馏包含丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、甲基乙炔、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔、C5+烃或其组合中的一种或多于一种的C4烃进料以形成包含1,3-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔、C5+烃或其组合的粗丁二烯流。该方法包括通过一个或多于一个蒸馏塔蒸馏粗丁二烯流。该方法还包括从一个或多于一个蒸馏塔中回收主要包含乙烯基乙炔和/或乙基乙炔的侧流。该方法还包括选择性地加氢侧流中的至少一些乙烯基乙炔和/或乙基乙炔以在产物流中制备1,3-丁二烯。
本发明的实施方案包括用于制备1,3-丁二烯的方法。该方法包括萃取精馏包含丁烷、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、乙烯基乙炔和乙基乙炔中的一种或多于一种的C4烃进料以形成包含1,3-丁二烯、乙烯基乙炔和乙基乙炔的粗丁二烯流。该方法包括在第一蒸馏塔中蒸馏粗丁二烯流以形成主要包含甲基乙炔的第一塔顶流和包含1,3-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔、C5+烃或其组合的第一塔底流。该方法还包括在第二蒸馏塔中蒸馏第一塔底流以制备主要包含1,3-丁二烯的第二塔顶流和主要包含C5+烃的第二塔底流。该方法还包括从第二蒸馏塔回收主要包含乙烯基乙炔和/或乙基乙炔的侧流。该方法还包括选择性地加氢侧流中的至少一些乙烯基乙炔和/或乙基乙炔以在产物流中制备1,3-丁二烯。
以下包括了该说明书全文使用的各种术语和短语的定义。
术语“约”或“大约”被定义为本领域普通技术人员所理解的接近于。在一个非限制性实施方案中，这些术语被定义为偏差在10％以内，优选偏差在5％以内，更优选偏差在1％以内，最优选偏差在0.5％以内。
术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别指基于包含组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数的组分的重量百分比、体积百分比或摩尔百分比。在一个非限制性实例中，100摩尔材料中的10摩尔组分是10摩尔％的组分。
术语“基本上”及其变体被定义为包括偏差在10％以内、偏差在5％以内、偏差在1％以内或偏差在0.5％以内。
当在权利要求书和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变体包括实现希望的结果的任何可测量的降低或完全抑制。
说在明书和/或权利要求书中使用的术语“有效”是指足以实现希望的、期望的或预期的结果。
术语“Cn+烃”是指每个分子具有至少n个碳原子的任何烃，其中n是例如1、2、3、4或5的正整数，如在说明书和/或权利要求书中所使用的。
当在权利要求书或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”结合使用时，要素前无数量词可以表示“一个”，也可以表示“一个或更多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”。
词语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包容性的或开放式的，并且不排除其它的、未列举的元素或方法步骤。
本发明的方法可以“包括”、“基本上组成为”或“组成为”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物等。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“主要”是指大于50重量％、50摩尔％和50体积％中的任何一个。例如，“主要”可以包括50.1重量％至100重量％和其间的所有值和范围、50.1摩尔％至100摩尔％和其间的所有值和范围、或50.1体积％至100体积％和其间的所有值和范围。
本发明的其他目的、特征和优点将从以下附图、具体实施方式和实施例中变得明显。然而，应该理解的是，附图、具体实施方式和实施例虽然说明了本发明的特定实施方案，但仅以说明的方式给出，并不意味着限制。此外，预期在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员来说将由该具体实施方式变得明显。在其他实施方案中，来自特定实施方案的特征可以与来自其他实施方案的特征组合。例如，来自一个实施方案的特征可以与来自任何其他实施方案的特征组合。在其他实施方案中，可以将附加特征添加至本文描述的特定实施方案中。
附图说明
为了更完整地理解，现在参考结合附图的以下描述，其中：
图1示出了根据本发明实施方案的用于制备1,3-丁二烯的系统的示意图；和
图2示出了根据本发明实施方案的用于制备1,3-丁二烯的方法的示意流程图。
具体实施方式
目前，用于从蒸汽裂解装置制备的C4烃混合物中制备1,3-丁二烯的常规方法包括两个萃取精馏步骤，其中第一个萃取精馏步骤包括将C4烃流分离成(1)包含丁二烯和C4炔烃的流出物和(2)包含其他C4烃的流并且第二萃取精馏步骤包括将流出物流分离成1,3-丁二烯流和C4炔烃流。常规的两步萃取精馏步骤需要高的资本支出、材料和能源成本。另外，在制备1,3-丁二烯时没有充分利用C4炔烃，导致了生产效率低。本发明为这些问题中的至少一些问题提供了解决方案。该解决方案的前提是用于制备1,3-丁二烯的方法，该方法包括一个萃取精馏步骤，随后是蒸馏步骤和选择性加氢步骤。与常规方法相比，通过取消萃取精馏步骤中的一个，所发现的方法能够降低制备1,3-丁二烯的资本支出、材料和能源成本。此外，所发现的方法通过将从蒸馏步骤分离的C4炔烃选择性加氢来制备其他的1,3-丁二烯，与常规方法相比，1,3-丁二烯的生产效率提高了。本发明的这些和其他非限制性方面将在以下部分中进一步详细讨论。
A.用于制备1,3-丁二烯的系统
在本发明的实施方案中，用于制备1,3-丁二烯的系统包括萃取精馏塔、一个或多于一个蒸馏塔和选择性加氢装置。参考图1，示出了用于制备1,3-丁二烯的系统100的示意图。根据本发明的实施方案，系统100包括萃取精馏塔101。
在本发明的实施方案中，萃取精馏塔101被配置为接收溶剂流11和其中包含C4烃的C4烃进料流12。萃取精馏塔101还被配置为分离C4烃进料流12以制备第一流出物流14和第一萃余液流13。根据本发明的实施方案，溶剂流11包含包括二甲基甲酰胺(DMF)、N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)、乙腈(ACN)或其组合的溶剂。C4烃进料流12可以包含正丁烷、异丁烷、异丁烯、1-丁烯、2-丁烯、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯、C4炔烃或其组合。C4烃进料流12还可以包含甲基乙炔、C5+烃或其组合。C4炔烃可以包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔。在本发明的实施方案中，第一流出物流14是来自萃取精馏塔101的塔底流。第一流出物流14可以整体上主要包含溶剂、1,3-丁二烯、1,2-丁二烯和C4炔烃。第一萃余液流13可以包含正丁烷、异丁烷、异丁烯、1-丁烯、2-丁烯及其组合。在本发明的实施方案中，溶剂流11通过设置在萃取精馏塔101上半部的入口流至萃取精馏塔101。在本发明的实施方案中，C4烃进料流12通过设置在萃取精馏塔101下半部的入口流至萃取精馏塔101。
在本发明的实施方案中，萃取精馏塔101的底部出口与溶剂回收装置102的入口流体连通，使得第一流出物流14从萃取精馏塔101流至溶剂回收装置102。根据本发明的实施方案，溶剂回收装置102被配置为分离第一流出物流14以制备回收的溶剂流15和粗丁二烯流16。在本发明的实施方案中，回收的溶剂流15是来自溶剂回收装置102的塔底流。回收的溶剂流15主要包含溶剂。在本发明的实施方案中，粗丁二烯流16整体上主要包含1,3-丁二烯、C4炔烃(乙烯基乙炔和乙基乙炔)。粗丁二烯流16还可以包含2-丁烯、甲基乙炔、1,2-丁二烯、C5+烃或其组合。根据本发明的实施方案，溶剂回收装置102包括一个或多于一个蒸馏塔、一个或多于一个热交换器、一个或多于一个蒸发容器或其组合。
根据本发明的实施方案，溶剂回收装置102的顶部出口与第一蒸馏塔103流体连通，使得粗丁二烯流16从溶剂回收装置102流至第一蒸馏塔103。在本发明的实施方案中，第一蒸馏塔103被配置为分离粗丁二烯流16以形成第一塔顶流17和第一塔底流18。在本发明的实施方案中，第一塔顶流17包含甲基乙炔。第一塔底流18可以包含1,3-丁二烯、C4炔烃(乙烯基乙炔和乙基乙炔)、C5+烃或其组合。
根据本发明的实施方案，第一蒸馏塔103的底部出口与第二蒸馏塔104的入口流体连通，使得第一塔底流18从第一蒸馏塔103流至第二蒸馏塔104。在本发明的实施方案中，第二蒸馏塔104被配置为分离第一塔底流18以形成第二塔顶流19和第二塔底流20。在本发明的实施方案中，第二塔顶流19主要包含1,3-丁二烯。第二塔底流20主要包含C5+烃。在本发明的实施方案中，第二蒸馏塔104还被配置为形成整体上主要包含包括乙烯基乙炔和乙基乙炔的C4炔烃的侧流21。
根据本发明的实施方案，第二蒸馏塔104的侧出口与选择性加氢装置105流体连通，使得侧流21从第二蒸馏塔104流至选择性加氢装置105。在本发明的实施方案中，第二蒸馏塔104的侧出口位于从底部算起的第二蒸馏塔总理论塔板数的0％至50％处。
在本发明的实施方案中，选择性加氢装置105被配置为选择性加氢侧流21的C4炔烃以制备主要包含1,3-丁二烯的其他的1,3-丁二烯流22(产物流)和包含C5至C8烃的第二萃余液流23。根据本发明的实施方案，选择性加氢装置105包括一个或多于一个选择性加氢反应器和一个或多于一个分离器(例如蒸馏塔)。一个或多于一个选择性加氢反应器可以被配置为选择性加氢侧流21的C4炔烃并制备包含1,3-丁二烯的反应器流出物流。一个或多于一个分离器可以被配置以分离反应器流出物流以形成其他的1,3-丁二烯流22和第二萃余液流23。在本发明的实施方案中，选择性加氢装置105包括包含Pd、Pt、Al2O3、Mn、Ni、Ag或其组合的催化剂。在本发明的实施方案中，选择性加氢装置105包括一个或多于一个固定床反应器。在本发明的实施方案中，选择性加氢装置105的第一出口与第二蒸馏塔104的入口流体连通，使得1,3-丁二烯流22从选择性加氢装置105流至第二蒸馏塔104。在本发明的实施方案中，将第二萃余液流23与第二塔底流20合并以形成第三萃余液流24。在本发明的实施方案中，第三萃余液流24包含2-丁烯、1,2-丁二烯、C5至C8烃或其组合。
B.用于制备1,3-丁二烯的方法
已发现用于由C4烃进料流制备1,3-丁二烯的方法。与常规方法相比，该方法的实施方案能够降低用于制备1,3-丁二烯的生产成本和资本支出。如图2所示，本发明的实施方案包括用于制备1,3-丁二烯的方法200。如图1所示，方法200可以由系统100实施。
根据本发明的实施方案，如方框201所示，方法200包括萃取精馏C4烃进料流12以形成整体上主要包含1,3-丁二烯和包括乙烯基乙炔和乙基乙炔的C4炔烃的粗丁二烯流16。在本发明的实施方案中，C4烃进料流12包含0.1重量％至10重量％的丁烷、5重量％至35重量％的异丁烯、5重量％至35重量％的1-丁烯、1重量％至15重量％的2-丁烯、0.01重量％至5重量％的甲基乙炔、0.01重量％至5重量％的1,2-丁二烯、25重量％至60重量％的1,3-丁二烯、0.1重量％至10重量％的乙烯基乙炔和0.1重量％至10重量％的乙炔。在本发明的实施方案中，C4烃进料流12包括从蒸汽裂解装置的流出物中分离的C4烃流。
在本发明的实施方案中，方框201的萃取精馏包括在足以制备第一萃余液流13和第一流出物流14的操作条件下，使溶剂流11和C4烃进料流12流至萃取精馏塔101。方框201的萃取精馏还包括在溶剂回收装置102中分离第一流出物流14，以制备回收的溶剂流15和粗丁二烯流16。根据本发明的实施方案，溶剂流11和C4烃进料流12具有5至10及其间所有范围和值的流量比，包括5至6、6至7、7至8、8至9和9至10。在本发明的实施方案中，溶剂流11流至萃取精馏塔101的上半部分。C4烃进料流12可以流至萃取精馏塔101的下半部分。在本发明的实施方案中，萃取精馏塔101在25℃至45℃及其间所有范围和值的塔顶馏出物沸程下操作，包括25℃至27℃、27℃至29℃、29℃至31℃、31℃至33℃、33℃至35℃、35℃至37℃、37℃至39℃、39℃至41℃、41℃至43℃和43℃至45℃。萃取精馏塔101可以在120℃至250℃及其间所有范围和值的再沸器下操作，包括120℃至130℃、130℃至140℃、140℃至150℃、150℃至160℃、160℃至170℃、170℃至180℃、180℃至190℃、190℃至200℃、200℃至210℃、210℃至220℃、220℃至230℃、230℃至240℃和240℃至250℃。萃取精馏塔101可以在5巴至10巴及其间所有范围和值的绝对操作压力下操作，包括5巴至5.5巴、5.5巴至6巴、6巴至6.5巴、6.5巴至7巴、7巴至7.5巴、7.5巴至8巴、8巴至8.5巴、8.5巴至9巴、9巴至9.5巴和9.5巴至10巴。
在本发明的实施方案中，第一流出物流14包含10重量％至35重量％的1,3-丁二烯、0.1重量％至2重量％的C4炔烃和60重量％至90重量％的溶剂。在本发明的实施方案中，溶剂回收装置102是蒸馏塔。溶剂回收装置102可以在40℃至100℃及其间所有范围和值的塔顶馏出物沸程下操作，包括40℃至50℃、50℃至60℃、60℃至70℃、70℃至80℃、80℃至90℃和90℃至100℃。溶剂回收装置102可以在120℃至300℃及其间所有范围和值的再沸器下操作，包括120℃至130℃、130℃至140℃、140℃至150℃、150℃至160℃、160℃至170℃、170℃至180℃、180℃至190℃、190℃至200℃、200℃至210℃、210℃至220℃、220℃至230℃、230℃至240℃、240℃至250℃、250℃至260℃、260℃至270℃、270℃至280℃、280℃至290℃和290℃至300℃。溶剂回收装置102可以在1.2巴至8巴及其间的所有范围和值的操作压力下操作，包括1.2巴至2.0巴、2.0巴至3.0巴、3.0巴至4.0巴、4.0巴至5.0巴、5.0巴至6.0巴、6.0巴至7.0巴和7.0巴至8.0巴。粗丁二烯流16可以包含85重量％至95重量％的1,3-丁二烯和5重量％至15重量％的C4炔烃。粗丁二烯流16还可以包含0.1重量％至1重量％的2-丁烯、0.01重量％至0.1重量％的甲基乙炔、0.01重量％至0.05重量％的1,2-丁二烯和0.1重量％至1重量％的C5+烃。根据本发明的实施方案，回收的溶剂流15可以再循环至萃取精馏塔101。
根据本发明的实施方案，如方框202所示，方法200包括在第一蒸馏塔103中蒸馏粗丁二烯流16以形成第一塔顶流17和第一塔底流18。第一塔顶流17可以主要包含甲基乙炔。第一塔底流18可以包含85重量％至95重量％的1,3-丁二烯、5重量％至15重量％的包括3重量％至12重量％的乙烯基乙炔和2重量％至3重量％的乙基乙炔的C4炔烃。第一塔底流18还可以包含C5+烃。在本发明的实施方案中，第一蒸馏塔103在25℃至45℃及其间所有范围和值的塔顶馏出物沸程下操作，包括25℃至27℃、27℃至29℃、29℃至31℃、31℃至33℃、33℃至35℃、35℃至37℃、37℃至39℃、39℃至41℃、41℃至43℃和43℃至45℃。第一蒸馏塔103可以在40℃至70℃及其间所有范围和值的再沸器下操作。第一蒸馏塔103可以在3巴至8巴及其间所有范围和值的绝对操作压力下操作，包括3巴至3.5巴、3.5巴至4巴、4巴至4.5巴、4.5巴至5巴、5巴至5.5巴、5.5巴至6巴、6巴至6.5巴、6.5巴至7巴、7巴至7.5巴和7.5巴至8巴。
根据本发明的实施方案，如方框203所示，方法200包括在第二蒸馏塔104中蒸馏第一塔底流18以制备第二塔顶流19和第二塔底流20。在本发明的实施方案中，第二塔顶流19包括99.50重量％至99.95重量％及间所有范围和值的1,3-丁二烯。第二塔底流20可以主要包括C5+烃。在本发明的实施方案中，第二蒸馏塔104在25℃至45℃及其间所有范围和值的塔顶馏出物沸程下操作，包括25℃至27℃、27℃至29℃、29℃至31℃、31℃至33℃、33℃至35℃、35℃至37℃、37℃至39℃、39℃至41℃、41℃至43℃和43℃至45℃。第二蒸馏塔104可以在40℃至70℃及其间所有范围和值的再沸器下操作，包括40℃至42℃、42℃至44℃、44℃至46℃、46℃至48℃、48℃至50℃、50℃至52℃、52℃至54℃、54℃至56℃、56℃至58℃、58℃至60℃、60℃至62℃、62℃至64℃、64℃至66℃、66℃至68℃和68℃至70℃。第二蒸馏塔104可以在3巴至8巴及其间所有范围和值的绝对操作压力下操作，包括3巴至3.5巴、3.5巴至4巴、4巴至4.5巴、4.5巴至5巴、5巴至5.5巴的范围、5.5巴至6巴、6巴至6.5巴、6.5巴至7巴、7巴至7.5巴和7.5巴至8巴。
根据本发明的实施方案，如方框204所示，方法200包括从第二蒸馏塔104回收主要包含包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔的C4炔烃的侧流21。在本发明的实施方案中，侧流21包含5重量％至25重量％的C4炔烃。在本发明的实施方案中，在方框204，在从底部算起的第二蒸馏塔104的总理论塔板数的0％至50％处回收侧流21。在本发明的实施方案中，在方框204中侧流21的回收被配置为避免乙烯基乙炔在第二蒸馏塔104中自分解和/或爆炸。在本发明的实施方案中，第一塔底流18和侧流21的流量比为0.01至0.2及其间所有范围和值，包括0.01至0.02、0.02至0.03、0.03至0.04、0.04至0.05、0.05至0.06、0.06至0.07、0.07至0.08、0.08至0.09、0.09至0.10、0.10至0.11、0.11至0.12、0.12至0.13、0.13至0.14、0.14至0.15、0.15至0.16、0.16至0.17、0.17至0.18、0.18至0.19和0.19至0.20。
根据本发明的实施方案，如方框205所示，方法200包括在选择性加氢装置105中选择性加氢包括乙烯基乙炔和/或侧流21的乙基乙炔的至少一些C4炔烃，以在产物流(其他的1,3-丁二烯流22)中制备其他的1,3-丁二烯。在本发明的实施方案中，在方框205中的选择性加氢还制备包含C5至C8烃的第二萃余液流23。在本发明的实施方案中，其他的1,3-丁二烯流22包含85重量％至99重量％及其间所有范围和值的1,3-丁二烯，包括85重量％至87重量％、87重量％至89重量％、89重量％至91重量％、91重量％至93重量％、93重量％至95重量％、95重量％至97重量％和97重量％至99重量％。在本发明的实施方案中，在方框205中，选择性加氢装置105在50℃至200℃及其间所有范围和值的反应温度下操作，包括50℃至60℃、60℃至70℃、70℃至80℃、80℃至90℃、90℃至100℃、100℃至110℃、110℃至120℃、120℃至130℃、130℃至140℃、140℃至150℃、150℃至160℃、160℃至170℃、170℃至180℃、180℃至190℃和190℃至200℃。选择性加氢装置105可以在5巴至25巴及其间所有范围和值的绝对反应压力下操作，包括5巴至6巴、6巴至7巴、7巴至8巴、8巴至9巴、9巴至10巴、10巴至11巴、11巴至12巴、12巴至13巴、13巴至14巴、14巴至15巴、15巴至16巴、16巴至17巴、17巴至18巴、18巴至19巴、19巴至20巴、20巴至21巴、21巴至22巴、22巴至23巴、23巴至24巴和24巴至25巴。在本发明的实施方案中，其他的1,3-丁二烯流22(产物流)流回第二蒸馏塔104。其他的1,3-丁二烯流22可以在第二蒸馏塔104中分离以在第二塔顶流19中制备其他的1,3-丁二烯流22。在本发明的实施方案中，第二萃余液流23可以与第二塔底流20合并以形成主要包含C5+烃的第三萃余液流24。
尽管参照图2中的方框描述了本发明的实施方案，应当理解，本发明的操作不限于图2中所示的特定方框和/或特定的方框顺序。因此，本发明的实施方案可以使用不同于图2的顺序的各种方框来提供本文所述的功能。
在本发明的上下文中，描述了至少以下19个实施方案。实施方案1是用于制备1,3-丁二烯的方法。该方法包括萃取精馏C4烃进料以形成包含1,3-丁二烯和一种或多于一种C4炔烃的粗丁二烯流。该方法还包括通过一个或多于一个蒸馏塔蒸馏粗丁二烯流。该方法还包括从一个或多于一个蒸馏塔中回收主要包含一种或多于一种C4炔烃的侧流。该方法还包括将侧流中的至少一些C4炔烃加氢以制备产物流中的1,3-丁二烯。实施方案2为实施方案1的方法，其中C4烃进料包含丁烷、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、乙烯基乙炔和乙基乙炔和C5+烃中的一种或多于一种。实施方案3为实施方案2的方法，其中C4烃进料流包含0.1重量％至10重量％丁烷、5重量％至35重量％异丁烯、5重量％至35重量％1-丁烯、1重量％至15重量％2-丁烯、0.01重量％至5重量％甲基乙炔、0.01重量％至5重量％1,2-丁二烯、25重量％至60重量％1,3-丁二烯、0.1重量％至10重量％乙烯基乙炔和0.1重量％至10重量％乙基乙炔。实施方案4为实施方案1至3中任一项的方法，其中C4炔烃包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔并且粗丁二烯流还包含2-丁烯、甲基乙炔、1,2-丁二烯、C5+烃或其组合。实施方案5为实施方案1至4中任一项的方法，其中加氢步骤包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔的选择性加氢。实施方案6为实施方案1至5中任一项的方法，其中蒸馏步骤包括在第一蒸馏塔中蒸馏粗丁二烯流，以形成主要包含甲基乙炔的第一塔顶流和包含1,3-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔、C5烃、C5+烃或其组合的第一塔底流。该方法还包括在第二蒸馏塔中蒸馏第一塔底流以制备主要包含1,3-丁二烯的第二塔顶流和主要包含C5+烃的第二塔底流。实施方案7为实施方案6的方法，其中侧流从第二蒸馏塔中回收。实施方案8为实施方案6或7中任一项的方法，其中第一蒸馏塔在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和40℃至70℃的再沸器下操作。实施方案9为实施方案6至8中任一项的方法，其中第一蒸馏塔在3巴至8巴的绝对操作压力下操作。实施方案10为实施方案6至9中任一项的方法，其中第二蒸馏塔在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和40℃至70℃的再沸器下操作。实施方案11为实施方案6至10中任一项的方法，其中第二蒸馏塔在3巴至8巴的操作压力下操作。实施方案12为实施方案6至11中任一项的方法，其还包括使在加氢步骤中制备的产物流流至第二蒸馏塔。实施方案13是实施方案1至12中任一项的方法，其中萃取精馏在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和120℃至250℃的再沸器下进行。实施方案14为实施方案1至13中任一项的方法，其中萃取精馏在5巴至10巴的绝对操作压力下进行。实施方案15为实施方案1至14中任一项的方法，其中萃取精馏使用选自DMF、NMP、CAN及其组合的溶剂进行。实施方案16为实施方案1至15中任一项的方法，其中加氢在50℃至200℃的反应温度下进行。实施方案17为实施方案1至16中任一项的方法，其中加氢在5巴至25巴的操作压力下进行。实施方案18为实施方案1至17中任一项的方法，其中加氢在5hr-1至30hr-1的重时空速下进行。实施方案19为实施方案1至18中任一项的方法，其中加氢在选自氧化铝上的Pd、Pt、Mn、Ni、Ag及其组合的催化剂存在下进行。
尽管已经详细描述了本申请的实施方案及其优点，但是应当理解，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在本文中进行各种改变、替换和变更。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的工艺、机器、制造、物质组合物、装置、方法和步骤的特定实施方案。如本领域普通技术人员将从上述公开内容中容易理解的那样，可以利用当前存在的或以后将开发的执行与本文所述的相应实施方案基本相同的功能或实现基本相同的结果的工艺、机器、制造、物质组合物、装置、方法或步骤。因此，所附权利要求旨在将这些工艺、机器、制造、物质组合物、装置、方法或步骤包括在它们的范围内。

Claims (20)

1.一种用于制备1,3-丁二烯的方法，所述方法包括：
萃取精馏C4烃进料以形成包含1,3-丁二烯和一种或多于一种C4炔烃的粗丁二烯流；
通过一个或多于一个蒸馏塔蒸馏粗丁二烯流；
从一个或多于一个蒸馏塔中回收主要包含一种或多于一种C4炔烃的侧流；和
将侧流中的至少一些C4炔烃加氢以制备产物流中的1,3-丁二烯。
2.根据权利要求1所述的方法，其中C4烃进料包含丁烷、1,2-丁二烯、1,3-丁二烯、乙烯基乙炔和乙基乙炔和C5+烃中的一种或多于一种。
3.根据权利要求2所述的方法，其中C4烃进料流包含0.1重量％至10重量％丁烷、5重量％至35重量％异丁烯、5重量％至35重量％1-丁烯、1重量％至15重量％2-丁烯、0.01重量％至5重量％甲基乙炔、0.01重量％至5重量％1,2-丁二烯、25重量％至60重量％1,3-丁二烯、0.1重量％至10重量％乙烯基乙炔和0.1重量％至10重量％乙基乙炔。
4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中C4炔烃包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔并且粗丁二烯流还包含2-丁烯、甲基乙炔、1,2-丁二烯、C5+烃或其组合。
5.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中加氢步骤包括乙烯基乙炔和/或乙基乙炔的选择性加氢。
6.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中蒸馏步骤包括：
在第一蒸馏塔中蒸馏粗丁二烯流以形成主要包含甲基乙炔的第一塔顶流和包含1,3-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔、C5烃、C5+烃或其组合的第一塔底流；和
在第二蒸馏塔中蒸馏第一塔底流以制备主要包含1,3-丁二烯的第二塔顶流和主要包含C5+烃的第二塔底流。
7.根据权利要求6所述的方法，其中侧流从第二蒸馏塔中回收。
8.根据权利要求6所述的方法，其中第一蒸馏塔在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和40℃至70℃的再沸器下操作。
9.根据权利要求6所述的方法，其中第一蒸馏塔在3巴至8巴的绝对操作压力下操作。
10.根据权利要求6所述的方法，其中第二蒸馏塔在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和40℃至70℃的再沸器下操作。
11.根据权利要求6所述的方法，其中第二蒸馏塔在3巴至8巴的操作压力下操作。
12.根据权利要求6所述的方法，其还包括使在加氢步骤中制备的产物流流至第二蒸馏塔。
13.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中萃取精馏在25℃至45℃的塔顶馏出物沸程和120℃至250℃的再沸器下进行。
14.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中萃取精馏在5巴至10巴的绝对操作压力下进行。
15.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中萃取精馏使用选自DMF、NMP、CAN及其组合的溶剂进行。
16.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中加氢在50℃至200℃的反应温度下进行。
17.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中加氢在5巴至25巴的操作压力下进行。
18.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中加氢在5hr-1至30hr-1的重时空速下进行。
19.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中加氢在选自氧化铝上的Pd、Pt、Mn、Ni、Ag及其组合的催化剂存在下进行。
20.根据权利要求4所述的方法，其中加氢在选自氧化铝上的Pd、Pt、Mn、Ni、Ag及其组合的催化剂存在下进行。
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Citations (11)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4049742A (en) * 1975-04-15 1977-09-20 Basf Aktiengesellschaft Recovery of 1,3-butadiene from a C4 -hydrocarbon mixture
US4556461A (en) * 1982-01-22 1985-12-03 Nippon Zeon Co., Ltd. Process for separating highly pure butene-1 or butene-1/isobutene mixture from C4 hydrocarbon fraction
CN1671638A (zh) * 2002-07-24 2005-09-21 巴斯福股份公司 C4馏分的连续分馏
CN101195560A (zh) * 2006-12-08 2008-06-11 奥克森诺奥勒芬化学股份有限公司 用于制备烷基叔丁基醚和高纯抽余液ⅱ的方法
CN101239880A (zh) * 2008-03-12 2008-08-13 王明华 一种丁二烯-1,3抽提工艺
CN102381920A (zh) * 2010-09-03 2012-03-21 中国石油化工股份有限公司 一种选择性加氢脱除碳四馏分中炔烃的方法
CN102781892A (zh) * 2010-03-11 2012-11-14 巴斯夫欧洲公司 用于从1,3-丁二烯原料蒸馏萃取纯1,3-丁二烯的方法和设备
CN102886262A (zh) * 2011-07-21 2013-01-23 北京石油化工学院 C4炔烃选择加氢催化剂、制备方法及其应用
CN104812726A (zh) * 2012-10-04 2015-07-29 鲁姆斯科技公司 丁二烯提取方法
CN108137442A (zh) * 2015-10-23 2018-06-08 沙特基础全球技术有限公司 纯化1,3-丁二烯的方法和系统
CN108779044A (zh) * 2016-03-31 2018-11-09 日本瑞翁株式会社 1,3-丁二烯的制造方法及制造装置

Family Cites Families (26)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3000794A (en) 1958-05-19 1961-09-19 Petro Tex Chem Corp Extractive distillation of vinyl acetylene in the purification of butadiene
US2993841A (en) 1959-09-25 1961-07-25 Shell Oil Co Extractive distillation with dimethylformamide
US3349010A (en) 1964-12-10 1967-10-24 Phillips Petroleum Co Method and apparatus for controlling polymer deposition in reboiler
SE353078B (zh) 1965-12-30 1973-01-22 Japanese Geon Co Ltd
US3617493A (en) 1970-01-12 1971-11-02 Exxon Research Engineering Co Process for steam cracking crude oil
US3772158A (en) 1971-03-29 1973-11-13 Shell Oil Co Butadiene recovery process
US4038156A (en) 1976-09-21 1977-07-26 Shell Oil Company Butadiene recovery process
DE2840124B2 (de) 1978-09-15 1980-07-10 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur Gewinnung von Butadien aus einem C4 -Kohlenwasserstoff-Gemisch
JPH0669970B2 (ja) 1986-07-18 1994-09-07 日本合成ゴム株式会社 炭化水素混合物の分離方法
GB2199589B (en) * 1986-12-30 1991-07-24 Labofina Sa Improved process for the selective hydrogenation of acetylenes
DE3710434A1 (de) 1987-03-28 1988-10-06 Basf Ag Verfahren zur gewinnung von 1,3-butadien
US6632351B1 (en) 2000-03-08 2003-10-14 Shell Oil Company Thermal cracking of crude oil and crude oil fractions containing pitch in an ethylene furnace
DE10022465A1 (de) 2000-05-09 2001-11-15 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur Aufarbeitung eines C4-Schnitts aus der Fraktionierung von Erdöl
US7138047B2 (en) 2002-07-03 2006-11-21 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for steam cracking heavy hydrocarbon feedstocks
US7220887B2 (en) 2004-05-21 2007-05-22 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process and apparatus for cracking hydrocarbon feedstock containing resid
WO2007117920A2 (en) 2006-03-29 2007-10-18 Shell Oil Company Process for producing lower olefins
US20090050530A1 (en) 2007-08-21 2009-02-26 Spicer David B Process and Apparatus for Steam Cracking Hydrocarbon Feedstocks
TWI434922B (zh) 2007-08-23 2014-04-21 Shell Int Research 利用部份汽化作用及裂解線圈之個別控制組自烴進料產生低碳數烯烴之改良方法
KR101111015B1 (ko) 2008-07-17 2012-04-04 에스케이이노베이션 주식회사 아세틸렌 전환공정을 이용한 ｃ4 유분으로부터1,3-부타디엔을 분리하는 방법
US8252150B1 (en) * 2011-04-19 2012-08-28 International Innotech Inc. Extractive distillation process for recovering butadiene from C4 hydrocarbon mixtures
CN103958647B (zh) 2011-12-05 2017-07-21 巴斯夫欧洲公司 提供气态经纯化的c4粗馏分作为进料流用于使用选择性溶剂的萃取蒸馏工艺的方法
KR102071655B1 (ko) 2012-03-20 2020-01-30 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 통합적인 증기-액체 분리가 있는 스팀 촉매 크래킹 방법 및 시스템
US9630891B2 (en) 2012-08-09 2017-04-25 Linde Aktiengesellschaft Method for converting hydrocarbon feedstocks into olefinic product flows by means of thermal steam cracking
IN2014DN11047A (zh) 2012-08-09 2015-09-25 Linde Ag
ES2559627T3 (es) 2012-08-09 2016-02-15 Linde Aktiengesellschaft Procedimiento para la obtención de olefinas mediante disociación de vapor térmica en horno de disociación
US9725657B2 (en) 2012-09-27 2017-08-08 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for enhancing feed flexibility in feedstock for a steam cracker

Patent Citations (12)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4049742A (en) * 1975-04-15 1977-09-20 Basf Aktiengesellschaft Recovery of 1,3-butadiene from a C4 -hydrocarbon mixture
US4556461A (en) * 1982-01-22 1985-12-03 Nippon Zeon Co., Ltd. Process for separating highly pure butene-1 or butene-1/isobutene mixture from C4 hydrocarbon fraction
CN1671638A (zh) * 2002-07-24 2005-09-21 巴斯福股份公司 C4馏分的连续分馏
CN101195560A (zh) * 2006-12-08 2008-06-11 奥克森诺奥勒芬化学股份有限公司 用于制备烷基叔丁基醚和高纯抽余液ⅱ的方法
CN101239880A (zh) * 2008-03-12 2008-08-13 王明华 一种丁二烯-1,3抽提工艺
CN102781892A (zh) * 2010-03-11 2012-11-14 巴斯夫欧洲公司 用于从1,3-丁二烯原料蒸馏萃取纯1,3-丁二烯的方法和设备
CN102381920A (zh) * 2010-09-03 2012-03-21 中国石油化工股份有限公司 一种选择性加氢脱除碳四馏分中炔烃的方法
CN102886262A (zh) * 2011-07-21 2013-01-23 北京石油化工学院 C4炔烃选择加氢催化剂、制备方法及其应用
CN104812726A (zh) * 2012-10-04 2015-07-29 鲁姆斯科技公司 丁二烯提取方法
CN108137442A (zh) * 2015-10-23 2018-06-08 沙特基础全球技术有限公司 纯化1,3-丁二烯的方法和系统
CN108779044A (zh) * 2016-03-31 2018-11-09 日本瑞翁株式会社 1,3-丁二烯的制造方法及制造装置
US20190071375A1 (en) * 2016-03-31 2019-03-07 Zeon Corporation Method and apparatus for producing 1,3-butadiene

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