CN115052850A - 在c4的混合物的分离过程中提高萃取部分的可操作性以及调节溶剂的热回收循环的系统和方法 - Google Patents

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Abstract

公开了用于分离C4和回收1,3‑丁二烯的系统和方法。系统包括主洗涤塔、用于分离来自主洗涤塔的塔底流的精馏塔、用于从包含乙炔类和丁二烯的精馏塔侧流中纯化1,3‑丁二烯的后洗涤塔、用于分离来自精馏塔的塔底流以制备贫溶剂流的脱气塔。贫溶剂流主要包含在主洗涤塔和后洗涤塔中使用的溶剂和约8.3重量％的水。精馏塔的重沸器包括一个或多于一个热交换装置。至少一个精馏塔的重沸器的热交换装置使用蒸汽作为加热介质。

Description

在C4的混合物的分离过程中提高萃取部分的可操作性以及调 节溶剂的热回收循环的系统和方法
相关申请的交叉引用
本申请要求于2020年2月6日提交的美国临时专利申请第62/971163号的优先权，其全部内容通过引用并入本文。
技术领域
本发明通常涉及用于分离C4烃的系统和方法。更具体地，本发明涉及使用优化的热回收循环从C4混合物中分离1,3-丁二烯的系统和方法。
背景技术
1,3-丁二烯是能在许多化学生产过程中用作原材料的有价值的化学品。例如，1,3-丁二烯可以用于制备聚丁二烯，聚丁二烯是合成橡胶的主要成分。此外，丁二烯能用于通过氢氰化过程制备尼龙中间体己二腈。
常规地，1,3-丁二烯通过各种过程制备，所述过程包括从蒸汽裂解装置的C4萃余液中提取、正丁烷的脱氢、和丁烯的脱氢。在来自蒸汽裂解装置的C4萃余液的萃取蒸馏过程中，来自萃取蒸馏塔的包含1,3-丁二烯的流在精馏塔中分离以进一步分离溶剂和1,3-丁二烯。在脱气塔中进一步纯化溶剂以制备纯化的溶剂。来自脱气塔的溶剂用作精馏塔的重沸器的加热介质，精馏塔包括多个串联的热交换器，用于充分回收热量。然而，由于热交换器的性能对纯化的溶剂流的变化高度敏感，常规系统的可靠性和稳定性是影响1,3-丁二烯产量的因素。此外，重沸器的热交换器非常容易结垢，这会引起1,3-丁二烯生产系统的不稳定。
整体上来说，虽然已经存在用于从C4混合物中分离1,3-丁二烯的系统和方法，至少鉴于上述常规的系统和方法的缺点，该领域内仍需要改进。
发明概述
已经发现与用于从C4烃的混合物中分离1,3-丁二烯的系统和方法相关的至少上述问题的解决方案。方案存在于用于分离C4烃的混合物和回收1,3-丁二烯的系统和方法中。方法包括使C4烃的混合物经受萃取蒸馏，在精馏塔中从萃取蒸馏塔中分离塔底流，并且在脱气装置中纯化溶剂。注意的是，精馏塔的重沸器可以包括两个或多于两个串联的热交换器，其中最后一个串联的热交换器使用蒸汽作为加热介质。这至少对重沸器的加热性能独立于系统的任何过程流进行操纵是有益的，因此增加了系统的稳定性和可靠性。另外，精馏塔的重沸器的第一个或多于一个交换器可以使用来自脱气塔的纯化的溶剂流作为加热介质，从而优化了系统的热集成。此外，在下游操作装置还可以回收由蒸汽提供给系统的额外的热，进一步优化了系统的热回收并且保持系统的热量平衡。因此，本发明的系统和方法为与上述常规的系统和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分离C4烃和溶剂的混合物的方法。方法包括在精馏塔中分离混合物以制备包含至少一些C4烃的塔顶流和包含(a)主要是溶剂和(b)一些C4烃的塔底流。方法包括在脱气塔中分离塔底流以制备主要包含溶剂的贫溶剂流。精馏塔的重沸器包含一个或多于一个串联的热交换装置，其中至少一个热交换装置使用蒸汽作为加热介质。
本发明的实施方案包括分离C4烃和溶剂的混合物的方法。方法包括在精馏塔中分离混合物以制备包含至少一些C4烃的塔顶流和包含(a)主要是溶剂和(b)一些C4烃的塔底流。方法包括在脱气塔中分离塔底流以制备主要包含溶剂的贫溶剂流。精馏塔的重沸器包含两个或多于两个串联的热交换装置。最后一个串联的热交换装置使用蒸汽作为加热介质，并且最后一个热交换装置上游的热交换装置使用贫溶剂流作为加热介质。
本发明的实施方案包括从C4烃进料流中分离1,3-丁二烯的方法。方法包括在主洗涤塔中，通过萃取精馏分离C4烃进料流以制备(i)包含1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、异丁烷、正丁烷、或其组合的第一塔顶流，和(ii)包含C4烃的混合物的第一塔底流，C4混合物整体上主要包含1,3-丁二烯、溶剂和除1,3-丁二烯以外的C4烃。方法包括在精馏塔中分离第一塔底流以制备(a)包含除1,3-丁二烯以外的至少一些C4烃的塔顶流，(b)包含1,3-丁二烯和溶剂的第一侧流，和(c)主要包含溶剂和至少一些C4烃的塔底流。精馏塔的重沸器包含两个或多于两个串联的被配置为加热重沸器的热交换装置。方法包括在后洗涤塔中分离第一侧流以制备主要包含1,3-丁二烯的粗1,3-丁二烯流。方法包括在脱气塔中分离塔底流以制备主要包含溶剂的贫溶剂流。方法包括使贫溶剂流作为精馏塔的重沸器的加热介质流入至少一个热交换装置以制备第一经冷却的贫溶剂流。方法还包括使低压蒸汽流入最后一个串联的热交换装置作为加热介质，以将精馏塔的重沸器中的流体加热至预定的最终温度。
以下包含在整个说明书中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。在一个非限制性的实施方案中，这些术语被定义为偏差在10％以内，优选地，偏差在5％以内，更优选地，偏差在1％以内，并且最优选地，偏差在0.5％以内。
术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”指的是基于包含组分的物质的总重量、总体积、或总摩尔的组分的重量百分比、体积百分比、或摩尔百分比。在非限制性的实例中，100摩尔物质中的10摩尔组分是10摩尔％的组分。
术语“基本上”和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％以内的范围。
当在权利要求和/或说明书中使用时，术语“抑制”或“降低”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变体包括实现所需结果的任何可测量的减少或完全的抑制。
在说明书和/或权利要求中使用术语“有效的”是指足以实现所需的、期望的、或预期的结果。
当在权利要求或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”、或“具有”结合使用时，要素前没有数量词可以指的是“一个”，但是也与“一个或多个”、“至少一个”、和“一个或多于一个”的意思一致。
术语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包含性的或开放式的，并且不排除其他的、未列举的元素或方法步骤。
术语“贫溶剂流”作为在说明书和/或权利要求中使用的术语，是指包含不少于91.7重量％的溶剂、或不多于8.7重量％的烃的流。
本发明的过程可以“包含”、“基本组成为”、或“组成为”在整个说明书中公开的特别的成分、组分、组合物等。
在本说明书和/或权利要求中使用的术语“主要”，指的是大于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％及其间的所有值和范围、50.1摩尔％至100摩尔％及其间的所有值和范围、或50.1体积％至100体积％及其间的所有值和范围。
本发明的其它目的、特点和优点将在下面的附图、具体实施方式、和实施例中变得明显。应该理解的是，然而，虽然附图、具体实施方式、和实施例指代本发明具体的实施方案，但是仅以说明的方式给出，并不意味着限制。另外，由该具体实施方式，预期在本发明的精神和范围内的改变和修改对本领域的技术人员来说将变得明显。在其他的实施方案中，来自特定的实施方案的特征可以与来自其它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来自其他实施方案的特征组合。在其他的实施方案中，可以将附加特征加入到本文描述的特定的实施方案中。
附图说明
为了更完全的理解，现在参考下面结合附图的描述，其中：
图1A示出了根据本发明的实施方案用于分离C4烃的混合物的系统的示意图；
图1B示出了根据本发明的实施方案用于分离C4烃的混合物的系统的精馏塔和脱气塔的配置的示意图；
图2示出了根据本发明的实施方案用于分离C4烃的混合物的方法的示意流程图；和
图3示出了通过模拟获得的用于分离C4烃的混合物的系统中精馏塔的重沸器的热交换器的温度分布曲线。
发明详述
目前，1,3-丁二烯在包括萃取蒸馏塔、精馏塔、和脱气塔的系统中分离，其中来自脱气塔的纯化的溶剂流用作精馏塔的重沸器的加热介质。精馏塔的重沸器的性能对纯化的溶剂流的任何变化高度敏感，并且精馏塔的重沸器容易结垢。因此，保持精馏塔和整个系统的分离性能的稳定性和可靠性是具有挑战性的。本发明提供对这个问题的解决方案。解决方案的前提是从C4烃的混合物中分离1,3-丁二烯的方法，使用蒸汽作为精馏塔的重沸器中最后一个串联的热交换器的加热介质。蒸汽的参数(例如，温度、和压力)能独立于系统中任何的工艺流进行调节，并且基于需要的热量进行控制，以将重沸器保持在所需的温度范围和/或减轻在使用纯化的溶剂作为加热介质的热交换器中由结垢引起的热损失。因此，公开的方法能够增加1,3-丁二烯生产系统的稳定性和可靠性。另外，由在最后一个热交换器中使用的蒸气提供的额外的热还能在下游的操作装置中使用，例如丙炔分离塔，因此还提高了对系统热循环的优化。在下面的部分对本发明的这些和其它非限制性方面进行进一步详细地讨论。
A.用于分离C4烃的系统
在本发明的实施方案中，用于分离C4烃的系统包含洗涤塔(例如，萃取蒸馏塔)、精馏塔、和脱气塔。系统能够增加制备1,3-丁二烯的可靠性和稳定性。参照图1A，示出了用于分离C4烃和制备1,3-丁二烯的与常规的系统相比具有提高的系统稳定性和可靠性的系统100的示意图。
根据本发明的实施方案，系统100包含被配置为分离C4烃进料流11的主洗涤塔101、以制备包含1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、异丁烷、正丁烷、或其组合的第一塔顶流12和包含C4烃和溶剂的混合物的第一塔底流13。在本发明的实施方案中，主洗涤塔101包括萃取蒸馏塔。在本发明的实施方案中，第一塔底流13中的C4烃的混合物包含1,3-丁二烯。C4烃的混合物还可以包含C4烃。溶剂包含N-甲基-1-2-吡咯烷酮(NMP)。溶剂还可以包含8重量％至10重量％的水，优选地约8.3重量％的水。C4烃可以包含1-丁烯、2-丁烯、正丁烷、异丁烷、异丁烯、或其组合。
根据本发明的实施方案，主洗涤塔101的底部出口与精馏塔102流体连通，使得第一塔底流从主洗涤塔101流入精馏塔102。在本发明的实施方案中，精馏塔102被配置为分离第一塔底流13以形成包含至少一些C4烃的塔顶流14和主要包含溶剂和一些C4烃的塔底流15。在塔顶流14和塔底流15中的C4烃包括C4烃。在本发明的实施方案中，精馏塔102能被配置为使用1,3-丁二烯将溶剂中的丁烯剥离至塔顶流14中。塔顶流14的至少一部分循环至主洗涤塔101。精馏塔102的重沸器105可以包含一个或多于一个热交换装置，热交换装置被配置为加热和煮沸来自精馏塔102的塔底液体流35以形成塔底流15。在本发明的实施方案中，精馏塔102还被配置为产生整体上主要包含1,3-丁二烯和乙炔类的第一侧流16。
根据本发明的实施方案，精馏塔102的侧出口与后洗涤塔103流体连通，使得第一侧流16从精馏塔102流入后洗涤塔103。后洗涤塔103可以被配置为分离第一侧流16以形成主要包含1,3-丁二烯的粗丁二烯流17和主要包含溶剂和乙炔类的后洗涤塔底流18。在本发明的实施方案中，后洗涤塔103包括蒸馏塔或萃取蒸馏塔。在本发明的实施方案中，后洗涤塔103是使用溶剂进料流31的贫溶剂溶解流16中的乙炔类的萃取蒸馏塔，流16通过后洗涤塔18再次送回至精馏塔。
根据本发明的实施方案，精馏塔102的底部出口与脱气塔104流体连通，使得塔底流15从精馏塔102流入脱气塔104。在本发明的实施方案中，脱气塔104被配置为分离塔底流15以形成包含溶剂的贫溶剂流19，和包含乙炔的第二侧流20。在本发明的实施方案中，脱气塔104被配置为进一步产生包含C4烃的第三塔顶流21。在本发明的实施方案中，脱气塔104可以包含蒸馏塔。
根据本发明的实施方案，脱气塔104的顶部出口与精馏塔102流体连通，使得第三塔顶流21从脱气塔104流入精馏塔102。在本发明的实施方案中，脱气塔104的底部出口与精馏塔102的重沸器105流体连通，使得贫溶剂流19作为加热介质流入重沸器105以形成第一经冷却的贫溶剂流22。如图1B所示，重沸器105包含两个或多于两个串联的热交换装置。两个或多于两个热交换装置可以包含用于逆流热交换的管壳式热交换器。至少最后一个串联的热交换装置使用蒸汽作为加热介质。在最后一个热交换装置上游的热交换装置可以使用贫溶剂流19作为加热介质，加热和煮沸底部液体流35以形成塔底流15和第一经冷却的贫溶剂流22。在本发明的实施方案中，重沸器105包含四个串联的热交换器。前三个串联的热交换器被配置为使用贫溶剂流19作为加热介质。位于前三个热交换器的下游的最后一个串联的热交换器被配置为使用蒸汽作为加热介质。重沸器105中最后一个串联的热交换器使用的作为加热介质的蒸汽可以是低压蒸汽。低压蒸汽的压强可以是3巴至4巴。在本发明的实施方案中，低压蒸汽的下游能流入系统100的冷凝系统。冷凝系统能被配置为调节低压蒸汽的温度和/或将低压蒸汽重新分配至使用低压蒸汽的一个或多于一个单元。根据本发明的实施方案，系统100的冷凝系统包括两个筒，这两个筒包含用于中压蒸汽的中压冷凝筒和用于低压蒸汽的低压冷凝筒。
根据本发明的实施方案，重沸器105的出口与精炼塔106流体连通，使得形成下游加热介质流23的第一经冷却的贫溶剂流22的至少一部分作为加热介质从重沸器105流入精炼塔106的重沸器，并且形成经冷却的下游加热介质流24。在本发明的实施方案中，精炼塔106被配置为在粗丁二烯流17中纯化1,3-丁二烯。在本发明的实施方案中，精炼塔106的重沸器的出口与丙炔塔107的重沸器流体连通，使得经冷却的下游加热介质流24作为加热介质流入丙炔塔107的重沸器，以形成第二经冷却的加热介质流25。丙炔塔107可以被配置为通过除去作为顶部产物的丙炔从粗丁二烯流17中分离纯化1,3-丁二烯。
根据本发明的实施方案，丙炔塔107的重沸器的出口与进料蒸发器108流体连通，使得第二经冷却的加热介质流25作为加热介质从丙炔塔107的重沸器流入进料蒸发器108，以形成第三经冷却的加热介质流26。
根据本发明的实施方案，精馏塔102的重沸器105的出口与溶剂再生器109流体连通，使得形成溶剂再生器进料流27的第一经冷却的贫溶剂流22的至少一部分从重沸器105流入溶剂再生器109。溶剂再生器109可以被配置为通过在真空条件下的物理分离使溶剂再生器进料流27的溶剂再生以形成再生的溶剂流28。在本发明的实施方案中，系统100还可以包含被配置为冷凝再生器溶剂流以形成经冷凝的溶剂流29的冷凝器110。
在本发明的实施方案中，第三经冷却的加热介质流26与经冷凝的溶剂流29组合在一起以形成组合的溶剂流30。根据本发明的实施方案，系统100包括被配置为冷却组合的溶剂流30以制备溶剂进料流31的溶剂冷却器111。溶剂冷却器111可以包括管壳式热交换器。至少一部分溶剂进料流31可以被进料到主洗涤塔101和/或后洗涤塔103。
B.分离C4烃的方法
已经发现了用于分离C4烃和回收1,3-丁二烯的方法。如图2所示，本发明的实施方案包括用于分离C4烃的方法200。方法200可以通过在图1A所示和在上面描述的系统100实施。
根据本发明的实施方案，如方框201中所示，方法200包括在主洗涤塔101中分离C4烃进料流11以制备(i)包含1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、异丁烷、正丁烷、或其组合的第一塔顶流12，和(ii)整体上主要包含C4烃的混合物和溶剂的第一塔底流13。在本发明的实施方案中，在方框201中的分离通过萃取精馏进行。C4烃的混合物包含1,3-丁二烯和其它包括正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、或其组合的C4烃。C4烃的混合物还可以包括C4乙炔类和/或丙炔。在本发明的实施方案中，主洗涤塔101在40℃至45℃的塔顶温度范围下运行。在本发明的实施方案中，主洗涤塔101可以不包含重沸器并且使底部产物第一塔底流13直接流入主洗涤精馏塔。主洗涤塔101可以在4巴至5巴及其间所有的范围和值的操作压力下运行，包括4巴至4.1巴、4.1巴至4.2巴、4.2巴至4.3巴、4.3巴至4.4巴、4.4巴至4.5巴、4.5巴至4.6巴、4.6巴至4.7巴、4.7巴至4.8巴、4.8巴至4.9巴、和4.9巴至5.0巴。除1,3-丁二烯以外，C4烃包含1-丁烯、2-丁烯、正丁烷、异丁烷、异丁烯、或其组合。在本发明的实施方案中，第一塔顶流12可以包含0.2重量％至1.0重量％及其间所有范围和值的1,3-丁二烯，包括0.2重量％至0.3重量％、0.3重量％至0.4重量％、0.4重量％至0.5重量％、0.5重量％至0.6重量％、0.6重量％至0.7重量％、0.7重量％至0.8重量％、0.8重量％至0.9重量％、和0.9重量％至1.0重量％。
根据本发明的实施方案，如方框202所示，方法200包含通过精馏塔102分离包含C4烃的混合物的第一塔底流13，以制备包含至少一些C4烃的塔顶流14、包含1,3-丁二烯和乙炔类的第一侧流16、和主要包含溶剂和至少一些C4烃的塔底流15。塔底流15可以包含5重量％至10重量％的烃。在本发明的实施方案中，精馏塔102在55℃至75℃的塔顶沸程、100℃至125℃重沸器温度范围下运行。精馏塔102可以在4.5巴至5.5巴及其间所有的范围和值的绝对操作压力下运行，包括4.5巴至4.6巴、4.6巴至4.7巴、4.7巴至4.8巴、4.8巴至4.9巴、4.9巴至5.0巴、5.0巴至5.1巴、5.1巴至5.2巴、5.2巴至5.3巴、5.3巴至5.4巴、和5.4巴至5.5巴。在本发明的实施方案中，第一侧流16包含96重量％至99重量％的1,3-丁二烯。第一侧流16可以从精馏塔102底部的四分之一处取出。
根据本发明的实施方案，如方框203所示，方法200包括在后洗涤塔103中分离第一侧流16以制备主要包含1,3-丁二烯的粗丁二烯流17。在方框203中的分离可以通过萃取精馏进行。在本发明的实施方案中，粗丁二烯流17包含97％重量％至99重量％的1,3-丁二烯。在本发明的实施方案中，主洗涤塔103在40℃至48℃的塔顶沸程下运行。后洗涤塔103可以在没有重沸器的情况下运行。在本发明的实施方案中，后洗涤塔103可以在4.5巴至5.5巴的绝对操作压力下运行。在本发明的实施方案中，在方框203中的分离还产生包含溶剂、和约15重量％至20重量％的烃的后洗涤塔底流18。后洗涤塔底流18可以流回精馏塔102。可以处理粗丁二烯流17至丙炔塔107以除去丙炔，然后使其流入精炼塔106通过除去较重的组分和1,2-丁二烯纯化1,3-丁二烯。
根据本发明的实施方案，如方框204所示，方法200包括在脱气塔104中分离塔底流15以制备主要包含溶剂的贫溶剂流19。贫溶剂流19可以包含少于1重量％的烃。在本发明的实施方案中，在方框204中的分离还产生包含C4烃的第三塔顶流21和/或包含乙炔的第二侧流20。在本发明的实施方案中，脱气塔104在85℃至100℃的塔顶沸程、145℃至155℃的重沸器温度范围下运行。在本发明的实施方案中，贫溶剂流19包含91重量％至93重量％的溶剂。第三塔顶流21可以流回精馏塔102。第二侧流20可以流回用于回收乙炔的乙炔塔。
根据本发明的实施方案，如方框205所示，方法200包括使贫溶剂流19作为加热介质流入精馏塔102的重沸器105的至少一个热交换装置，以制备第一经冷却的贫溶剂流22。在本发明的实施方案中，重沸器105包含四个串联的热交换装置并且贫溶剂流19作为加热介质依次流入前三个热交换装置。在本发明的实施方案中，第一经冷却的贫溶剂流22的温度为110℃至120℃及其间所有的范围和值，包括110℃至111℃、111℃至112℃、112℃至113℃、113℃至114℃、114℃至115℃、115℃至116℃、116℃至117℃、117℃至118℃、118℃至119℃、119℃至120℃。在本发明的实施方案中，贫溶剂流19与在重沸器105中被加热的流体的体积流率可以是0.5至2及其间所有的范围和值，包括0.5至0.7、0.7至0.8、0.8至1.0、1.0至1.2、1.2至1.4、1.4至1.6、1.6至1.8、和1.8至2.0。
根据本发明的实施方案，如方框206所示，方法200包括使蒸汽作为加热介质流入重沸器105中最后一个串联的热交换装置以将精馏塔102的重沸器105中的流体加热至预定的最终温度。在本发明的实施方案中，在方框206中使用的蒸汽是绝对压强为3巴至4巴的低压蒸汽。预定的最终温度的范围可以为100℃至125℃。在本发明的实施方案中，在方框206中使用的蒸汽的温度为130℃至135℃。可以调节在方框206中使用的包括蒸汽的温度、流速、和/或压力的参数以促进重沸器105中的流体加热至最终预定的温度。在方框205和206中的流动步骤可以降低重沸器105的壳侧温度，因此降低了重沸器105的热交换装置结垢的趋势。
根据本发明的实施方案，如方框207所示，方法200包括使至少一部分第一经冷却的贫溶剂流22作为加热介质流入一个或多于一个下游装置，包括精炼塔106的重沸器、丙炔塔107的重沸器、和主洗涤塔101的进料蒸发器108，以制备第三经冷却的加热介质流26。在本发明的实施方案中，使至少一部分第一经冷却的贫溶剂流22作为加热介质依次流入精炼塔106的重沸器、丙炔塔107的重沸器、和主洗涤塔101的进料蒸发器108。第三经冷却的加热介质流26的温度可以是70℃至75℃。在方框207中的流动能够减少或消除用于加热丙炔塔107的重沸器所需的热凝结物的量。
根据本发明的实施方案，如方框208所示，方法200包括再生至少一部分第一经冷却的贫溶剂流22，并且冷凝再生的溶剂流28以形成经冷凝的溶剂流29。经冷凝的溶剂流29的温度可以是45℃至55℃。根据本发明的实施方案，如方框209所示，方法200包括在溶剂冷却器111中冷却第三经冷却的加热介质流26和/或经冷凝的溶剂流29以制备溶剂进料流31。溶剂进料流31的温度可以是36℃至44℃及其间所有的范围和值。至少一部分溶剂进料流31可以被进料到主洗涤塔101和/或后洗涤塔103。
虽然已经参考图2中的方框描述了本发明的实施方案，应该理解的是本发明的操作不限于在图2中所示的具体的方框和/或具体的方框的顺序。相应地，本发明的实施方案可以使用与图2的顺序不同的各种方框提供本文描述的功能。
本文描述的系统和过程也包括没有显示并且对化学工艺领域的技术人员已知的各种设备。例如，一些控制器、管道、计算机、阀门、泵、加热器、热电偶、压力指示器、混合器、热交换器等可能没有显示出来。
作为本发明公开内容的一部分，具体的实施例如下。实施例仅用于解释目的，并不旨在限制本发明。本领域普通技术人员将容易地认识到可以改变或修改这些参数以制备基本相同的结果。
实施例
(通过模拟对用于分离C4烃的方法进行比较)
在PRO II平台上进行基于用于分离C4烃和制备1,3-丁二烯的常规方法和本公开的方法的模拟。计算了NMP循环负载，其是系统中NMP循环中交换的能量，并计算了常规方法(基本方案)和公开方法(调节后)的使用消耗。结果分别显示在表1和表2中。使用贫溶剂流作为加热介质的三个热交换器的壳侧和管侧的温度分布曲线，绘制在图3中。
表1.NMP循环负载的比较
Figure BDA0003782239230000101
*TiNMP指的是在溶剂循环开始时的溶剂温度。在图1A中，它是流19。
TfNMP指的是在溶剂循环结束时的入口溶剂温度。在图1A中，它是流31。
表2.使用消耗的比较
Figure BDA0003782239230000102
*MP指的是中压蒸汽(10巴至11巴的绝对压力和258℃至268℃)，LP指的是低压蒸汽(3巴至4巴的绝对压力和142℃至147℃)，CW指的是冷却水(25℃至30℃)。
结果示出了本公开的方法能够保持与常规方法相当的热循环负载。本公开的方法能够基本排除温度为90℃至95℃的经冷凝的低压蒸汽的热的冷凝物的使用，用于加热丙炔塔的重沸器。
在本发明的上下文中，至少描述了以下18个实施方案。实施方案1是分离C4烃和溶剂的混合物的方法。方法包括在精馏塔中分离C4烃的混合物，以制备包含至少一些C4烃的塔顶流和主要包含(a)溶剂和(b)一些C4烃的塔底流。方法还包括在脱气塔中分离塔底流以制备主要包含溶剂的贫溶剂流，其中精馏塔的重沸器包含一个或多于一个串联的热交换装置，并且至少一个热交换装置使用蒸汽作为加热介质。实施方案2是实施方案1的方法，其中精馏塔的重沸器包含两个或多于两个串联的热交换装置，其中最后一个串联的热交换装置使用蒸汽作为加热介质，并且在最后一个热交换装置上游的热交换装置使用贫溶剂作为加热介质。实施方案3是实施方案1或2的方法，其中C4烃和溶剂的混合物是通过在主洗涤塔中通过萃取精馏分离C4烃进料流的步骤制备的，分离步骤制备(i)包含1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、异丁烷、正丁烷、或其组合的第一塔顶流，和(ii)整体上主要包含1,3-丁二烯、溶剂、除1,3-丁二烯以外的C4烃的C4烃和溶剂的混合物。实施方案4是实施方案1至3中任一项的方法，其中分离C4烃和溶剂的混合物还产生包含1,3-丁二烯和乙炔类的第一侧流。实施方案5是实施方案4的方法，所述方法还包括在后洗涤塔中分离第一侧流以制备主要包含1,3-丁二烯的粗丁二烯流。实施方案6是实施方案1至5中任一项的方法，方法还包括使贫溶剂流作为加热介质流入至精馏塔的重沸器的少一个热交换装置以制备第一经冷却的贫溶剂流。方法还包括使低压蒸汽作为加热介质流入最后一个串联的热交换装置以将精馏塔的重沸器加热至预定的最终温度。实施方案7是实施方案6的方法，其中在脱气塔中塔底流的分离还产生包含乙炔的第二侧流。实施方案8是实施方案7的方法，其还包括在乙炔塔中纯化乙炔。实施方案9是实施方案8的方法，其中使第一经冷却的贫溶剂流作为加热介质进一步流动，为用于从粗丁二烯流中纯化丙炔的丙炔塔的一个或多于一个重沸器提供热、为用于从粗丁二烯流中纯化1,3-丁二烯的精馏塔的一个或多于一个重沸器提供热、和为主洗涤塔的进料蒸发器提供热。实施方案10是实施方案9的方法，其中使第一经冷却的贫溶剂流作为加热介质依次流过丙炔塔的重沸器、精炼塔、和用于主洗涤塔的用于蒸发烃进料流的进料蒸发器。实施方案11是实施方案6至10中任一项的方法，其中精馏塔的重沸器的预定的最终温度是100℃至125℃。实施方案12是实施方案1至11中任一项的方法，其中在脱气塔中塔底流的分离还产生包含C4烃的第二塔顶流。实施方案13是实施方案12的方法，其中第二塔顶流流回精馏塔。实施方案14是实施方案1至13中任一项的方法，其中C4烃包含1-丁烯、2-丁烯、正丁烷、异丁烷、异丁烯、1,3-丁二烯、或其组合。实施方案15是实施方案1至14中任一项的方法，其中溶剂包含N-甲基-1-2-吡咯烷酮和8.3重量％的水。实施方案16是实施方案1至15中任一项的方法，其中精馏塔在55℃至75℃的塔顶沸程、100℃至125℃的重沸器温度范围、和4.5巴至5.5巴的绝对操作压力下运行。实施方案17是实施方案1至16中任一项的方法，其中脱气塔在85℃至100℃的塔顶沸程、145℃至155℃的重沸器温度范围下运行。实施方案18是实施方案1至17中任一项的方法，其中精馏塔包含四个串联的热交换器，其中前三个热交换器使用贫溶剂流作为加热介质运行，并且最后一个热交换器使用低压蒸汽作为加热介质运行。
虽然已经详细描述了本申请的实施方案和优点，应该理解的是在不脱离所附的权利要求所限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在本文进行各种改变、替换和改动。此外，本申请的范围不旨在限制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。如本领域的普通技术人员从上述公开内容中容易理解的那样，能够使用目前存在的或之后将开发的执行与本文描述的相关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)

1.一种分离C4烃和溶剂的混合物的方法，所述方法包括：
在精馏塔中分离C4烃的混合物以制备包含至少一些C4烃的塔顶流和主要包含(a)溶剂和(b)一些C4烃的塔底流；
在脱气塔中分离塔底流以制备主要包含溶剂的贫溶剂流；
其中精馏塔的重沸器包含一个或多于一个串联的热交换装置并且至少一个热交换装置使用蒸汽作为加热介质。
2.根据权利要求1所述的方法，其中精馏塔的重沸器包含两个或多于两个串联的热交换装置，其中最后一个串联的热交换装置使用蒸汽作为加热介质，并且在最后一个热交换装置上游的热交换装置使用贫溶剂流作为加热介质。
3.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中C4烃和溶剂的混合物是通过在主洗涤塔中通过萃取精馏分离C4烃进料流的步骤制备的，分离步骤制备(i)包含1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、异丁烷、正丁烷、或其组合的第一塔顶流，和(ii)整体上主要包含1,3-丁二烯、溶剂、除1,3-丁二烯以外的C4烃的C4烃和溶剂的混合物。
4.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中C4烃和溶剂的混合物的分离还产生包含1,3-丁二烯和乙炔类的第一侧流。
5.根据权利要求4所述的方法，其还包括在后洗涤塔中分离第一侧流以制备主要包含1,3-丁二烯的粗丁二烯流。
6.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其还包括：
使贫溶剂流作为精馏塔的重沸器的加热介质流入至少一个热交换装置以制备第一经冷却的贫溶剂流；和
使低压蒸汽作为加热介质流入最后一个串联的热交换装置以将精馏塔的重沸器加热至预定的最终温度。
7.根据权利要求6所述的方法，其中在脱气塔中塔底流的分离还产生包含乙炔的第二侧流。
8.根据权利要求7所述的方法，其还包括：
在乙炔塔中纯化乙炔。
9.根据权利要求8所述的方法，其中第一经冷却的贫溶剂流作为加热介质进一步流动，为用于从粗丁二烯流中纯化丙炔的丙炔塔的一个或多于一个重沸器、从粗丁二烯流中纯化1,3-丁二烯的精炼塔、和用于主洗涤塔的进料蒸发器提供热。
10.根据权利要求9所述的方法，其中第一经冷却的贫溶剂流作为加热介质依次流过丙炔塔的重沸器、精炼塔、和用于主洗涤塔的用于蒸发烃进料流的进料蒸发器。
11.根据权利要求6所述的方法，其中精馏塔的重沸器的预定的最终温度是100℃至125℃。
12.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中在脱气塔中塔底流的分离还产生包含C4烃的第二塔顶流。
13.根据权利要求12所述的方法，其中第二塔顶流流回至精馏塔。
14.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中C4烃包含1-丁烯、2-丁烯、正丁烷、异丁烷、异丁烯、1,3-丁二烯、或其组合。
15.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中溶剂包含N-甲基-1-2-吡咯烷酮和8.3重量％的水。
16.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中精馏塔在55℃至75℃的塔顶沸程、100℃至125℃的重沸器温度范围、和4.5巴至5.5巴的绝对操作压力下运行。
17.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中脱气塔在85℃至100℃塔顶沸程、145℃至155℃的重沸器温度范围下运行。
18.根据权利要求1和2中任一项所述的方法，其中精馏塔包含四个串联的热交换器，其中前三个热交换器使用贫溶剂流作为加热介质运行，并且最后一个热交换器使用低压蒸汽流作为加热介质运行。
19.根据权利要求3所述的方法，其中脱气塔在85℃至100℃的塔顶沸程、145℃至155℃的重沸器温度范围下运行。
20.根据权利要求4所述的方法，其中脱气塔在85℃至100℃的塔顶沸程、145℃至155℃的重沸器温度范围下运行。
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