CN116745254A - 从c4烃流中去除丁烯的节能方法和随后的正/异分离 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种通过用合适的溶剂进行萃取蒸馏，从C4烃料流中去除丁烯的方法，所述C4烃料流中除丁烯外还含有丁烷。根据本发明的方法的特征在于热集成，其可以利用溶剂的热量来加热和/或至少部分地蒸发各种料流。

Description

从C4烃流中去除丁烯的节能方法和随后的正/异分离
本发明涉及通过用合适的溶剂进行萃取蒸馏，从不仅含有丁烯而且含有丁烷的C4烃料流中分离丁烯的方法。根据本发明的方法的特征在于热集成，利用该热集成，将溶剂的热量用于加热和/至少部分地蒸发不同的料流。
通过萃取蒸馏分离丁烷-丁烯混合物本身是已知的。这使用非质子溶剂(例如N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)或乙腈(ACN))来增加与烯烃相比的烷烃的相对挥发性。在一个萃取蒸馏塔(吸收器)中，丁烯优选溶解在溶剂中，并且丁烷作为顶部产物被分离。随后，在汽提塔(解吸器)中，在升高的温度和/或减小的压力下，从负载的溶剂除去丁烯，并且以富集形式获得所述丁烯作为顶部产物。然后将除去丁烯的溶剂再循环至萃取蒸馏。
由于高的溶剂与进料比，热集成对该方法的经济性非常重要。在解吸器的底部获得热溶剂，并且可以以各种方式利用其能量含量。US 2014/0124358A1提出了一种选择性萃取烯烃的方法，据说该方法解决了热集成的问题。该文献提出利用热溶剂的能量含量来加热来自解吸器的侧流，加热传送至解吸器的吸收器的底部产物，加热吸收器的一个或多个侧流以及预热进料流。
然而，现有技术中提出的技术方案只能不完全地或通过相对复杂的构造来解决理想地完全回收系统中存在的能量流的问题。
因此，本发明的目的是提供一种方法，其中实现了改进的、理想的最大可能的能量回收，并且这是以具有较少的设备工程复杂性(plant engineering complexity)的方式完成的。
该目的可通过权利要求1中提出的方法的实施方案来实现。在从属权利要求中规定了优选实施方案。根据本发明的方法是通过用溶剂进行萃取蒸馏，从至少含有丁烯和丁烷-正丁烷和异丁烷-的C4烃料流中分离丁烯的方法，其中该方法包括以下步骤：
a.在进料蒸发器中至少部分地蒸发液态C4烃料流，供应气态C4烃料流，并在所述C4烃料流上方将液体溶剂(优选NMP)供应至吸收器，在所述吸收器中使C4烃料流和所述溶剂彼此接触，以主要将丁烯从所述C4烃料流转移至所述溶剂，其中使由此负载的溶剂(优选NMP)收集在吸收器的液体收集器中，并使其经过吸收器蒸发器，然后将其传送至液体收集器下方的吸收器的底部，以主要使丁烷从所述负载的溶剂(优选NMP)脱气，其中所述负载的溶剂(优选NMP)随后作为底部料流被传送至解吸器，并且其中在所述吸收器的顶部获得相对于所使用的C4烃料流富含丁烷的料流；
b.将所述负载的溶剂(优选NMP)供应至所述解吸器，该解吸器的底部相对于所述吸收器的底部处于升高的温度和优选较低的压力下，并且在所述解吸器中将丁烯与所述溶剂(优选NMP)分离，以在所述解吸器的顶部获得富含丁烯的料流，其中至少部分除去丁烯的溶剂(优选NMP)被收集在所述解吸器的液体收集器中，使其经过解吸器蒸发器，然后进入所述液体收集器下方的所述解吸器的底部，以使残留在所述溶剂中的任何丁烯脱气，并且其中所述溶剂随后作为底部料流被再循环至所述吸收器；
c.将所述富含丁烷的料流供应至正/异分离器(n/iso splitter)，在该分离器中正丁烷和异丁烷被彼此分离，以在所述正/异分离器的顶部获得富含异丁烷的料流，并在所述正/异分离器的底部获得富含正丁烷的料流；
其中，通过在至少一个相应的换热器中利用所述溶剂的热量，用于预热传送至所述解吸器的所述负载的溶剂，用于吸收器蒸发器中的蒸发以及用于所述液态C4烃料流的蒸发，而将作为所述解吸器的底部料流抽取的溶剂的热量用于热集成，并且
在所述解吸器的顶部抽取所述富含丁烯的料流并对其进行冷凝，其中冷凝热至少部分用于加热所述正/异分离器。
本方法的一个优点是热集成的相对简单的构造，但其仍然可以实现有效的能量回收。本发明的最简单实施方案还不需要额外的侧向蒸发器，该额外的侧向蒸发器需要额外的设备工程复杂性和因此更高的成本。这种情况还可以将在富含丁烯的料流的冷凝中形成的冷凝热和任选的上游氢化步骤或一个或两个下游氢化步骤的氢化热用于使用正/异分离器的丁烷的正/异分离，结果是需要为这样的步骤提供较少的外部能量(如果有的话)。在根据本发明的方法或其他附加的集成方法中产生的废热量也可用于加热正/异分离器。
热集成从溶剂中除去热量。其原因不仅在于其他料流或塔将利用其加热，而且主要是冷却用于吸收的溶剂。丁烯的吸收(这里：步骤a)通常在比解吸(这里：步骤b)更低的温度下进行。如果在热集成过程中从溶剂中提取足够的热量，即其具有合适的温度，则溶剂可以直接进入吸收器。然而，也可以想到，尽管存在热集成，但溶剂仍不具有恰当的温度。在这种情况下，在热集成之后和进入吸收器之前，溶剂可以经过残余冷却器(residual cooler)以被冷却到合适的温度。
热量是一个过程参数。供应或去除的热量对应于减去所做的功的内能变化。本发明中使用的术语热量、传热和热集成在每种情况下都基于该定义。
本方法涉及从含有丁烯的C4烃料流中分离丁烯。这些料流不仅含有丁烯，而且含有烷烃(正丁烷和异丁烷)。在本发明的上下文中，除非另有说明，否则术语丁烷应理解为指正丁烷和异丁烷二者。在本方法中，至少部分分离丁烯后，将烷烃分离为正丁烷和异丁烷，以获得纯度尽可能高的正丁烷和异丁烷。为此，根据本发明，在正/异分离器中提供了正/异分离。在分离丁烷之前或之后，可以对料流中残留的丁烯进行氢化。因此，根据本发明的方法可以使用至少含有丁烯和丁烷的任何C4烃料流，条件是丁烯和/或丁烷的存在量允许经济地实施该方法。在本发明的优选实施方案中，所使用的C4烃料流基本上由丁烷和丁烯组成，即在超过98重量％的程度上、优选超过99重量％的程度上由丁烷和丁烯组成。相应的料流也可以含有少量的杂质或其他烃，诸如1,3-丁二烯或C5烃。
在根据本发明的方法中，步骤a使用主要溶解所使用的气态C4烃料流的丁烯的液体溶剂。合适的溶剂是非质子溶剂，例如N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)。根据本发明的方法优选在NMP作为溶剂的情况下进行。在本发明的另一优选实施方案中，溶剂含有水，特别是在1重量％至10重量％的范围内，优选4重量％至9重量％的范围内，在每种情况下基于溶剂的总量。
可以使用的吸收器特别包括无规填料塔，所述无规填料塔包含至少两个无规填料床。这种塔原则上是本领域技术人员已知的。优选布置在第一无规填料床上方的是反冲洗区，该反冲洗区包含多个理论塔板，以阻挡夹带在气相中的溶剂。在反冲洗区上方是吸收器的顶部，在那里获得相对于所使用的C4烃料流而言富含丁烷的料流。根据本发明的液体收集器将布置在最后的无规填料床下方，吸收器的底部布置在所述收集器下方。吸收器的精确构造取决于各种参数，并且在某些方面是可变的。
液体溶剂在空间上在C4烃料流的入口上方被供应至吸收器。在优选的实施方案中，将溶剂供应至第一无规填料床上方的吸收器，并且在第一无规填料床下方的一个或多个无规填料床中将C4烃料流加入到吸收器中。在吸收器中，液体溶剂将向下滴流，并与(上升的)蒸汽C4烃料流接触，以将主要含有丁烯的C4烃料流的一部分转移到溶剂中，以形成负载的溶剂。在步骤a中，使C4烃料流和溶剂彼此接触，特别是以逆流接触。在本发明的优选实施方案中，基于转移到溶剂的C4烃料流的部分的组成，转移到溶剂的C4烃料流的部分包含至少70重量％、特别优选至少80重量％的丁烯。这具有以下结果：特别地至少80％、特别优选至少90％的存在于所使用的C4烃料流中的丁烯被转移到溶剂中。
负载的溶剂在吸收器中向下流动，并收集在合适的液体收集器中，特别是烟囱式托盘中。在液体收集器中获得的负载的溶剂的温度优选在40℃和90℃之间、特别优选在45℃和65℃之间。负载的溶剂被从液体收集器中抽取，通过吸收器蒸发器，然后进入液体收集器下方的吸收器的底部，以主要将丁烷从负载的溶剂脱气。吸收器蒸发器优选是单程蒸发器，其中负载的溶剂仅经过蒸发器一次。这可以实现尽可能低的温度，从而可以防止结垢。驱动温差额外增加，从而允许NMP料流的更有效的能量利用。吸收器蒸发器也可以被配置成多级设备，即可以存在属于吸收器蒸发器的多个换热器/多个蒸发器。
然后，主要负载丁烯的溶剂保留在底部，并从其中抽取，并作为底部料流被传送至解吸器。传送至解吸器的吸收器的底部料流的温度在此优选在70℃和130℃之间、特别优选在85℃和120℃之间。
在吸收器的顶部获得相对于所使用的C4烃料流富含丁烷的料流。该富含丁烷的料流可以另外包含源自溶剂的水。这种水可以在随后的步骤中被分离。富含丁烷的料流在吸收器的顶部被抽取，并进行单阶段或多阶段冷凝，以冷凝出含水料流和含丁烷的产物料流。这两种料流可以在合适的设备例如多脚架(spider)中彼此分离。从含丁烷的产物料流中分离出的含水料流可以根据其组成被传送至吸收器或解吸器和/或从工艺中部分排出。
由此从冷凝获得的含丁烷的产物料流仍然可以含有少量的水，特别是基于含丁烷的产物料流的总组成，其量为至多1500ppmw。此外，从冷凝获得的含丁烷的产物料流可以进一步含有残余丁烯，其中基于含丁烷的产物料流的总组成，所述料流含有通常小于20重量％、优选小于15重量％、特别优选小于5重量％的丁烯。
根据对所获得的含丁烷的产物料流的要求，含丁烷的产物料流可能需要在冷凝后进行干燥，优选在干燥塔中进行干燥，以分离仍然存在的水。干燥后，含丁烷的产物料流优选含有最大量为50ppmw、优选25ppmw的水。在干燥过程中获得的水可以再循环到吸收器中的冷凝中。
根据本发明，将富含丁烷的料流，或者如果进行冷凝，则将含丁烷的产物料流送入正/异分离器，在该分离器中正丁烷和异丁烷被彼此分离。正/异分离器是特别合适的蒸馏塔。在正/异分离器的顶部获得富含异丁烷的料流，在正/异分离器的底部获得富含正丁烷的料流。根据本发明的正/异分离器是一种适用于从异丁烷中分离正丁烷的设备，特别是蒸馏塔。正/异分离器底部的温度优选为50℃-70℃，特别优选55℃-65℃。正/异分离器中的压力优选为4-10巴绝对压力，特别优选5-7巴绝对压力。相应的正/异分离器/相应的蒸馏塔的确切配置和操作是本领域技术人员已知的。
在正/异分离器顶部获得的富含异丁烷的料流主要由异丁烷组成。富含异丁烷的料流优选由98重量％、更优选99重量％、特别优选99.5重量％的异丁烷组成。在正/异分离器底部获得的富含正丁烷的料流主要由正丁烷组成。富含正丁烷的料流优选由98重量％、更优选99重量％、特别优选99.5重量％的正丁烷组成。
用于加热正/异分离器并因此实现丁烷分离所需的能量至少部分地从在解吸器顶部抽取的富含丁烯的料流的冷凝过程中形成的冷凝热获得。因此，至少部分地利用了冷凝热。用于冷凝在解吸器顶部抽取的富含丁烯的料流的相应冷凝器可以是本领域技术人员已知的换热器。也可以设想，解吸器的冷凝器是釜的形式。根据内部料流的可用性，冷凝器也可以被配置为多级设备，其中仅通过第一级中的冷凝来进行热集成，并且在第二级中使用外部冷却介质。
上文提到，富含丁烷的料流，或者如果进行冷凝，则含丁烷的产物料流已经主要由正丁烷和异丁烷组成。在萃取过程中没有转移到溶剂中的丁烯也可能仍然存在于这些料流中。如果寻求通过正/异分离获得不含烯烃的正丁烷/异丁烷料流，则在吸收器的顶部抽取富含丁烷的料流，或者如果进行冷凝，则可以在进入正/异分离器之前对含丁烷的产物料流进行氢化，以将任何剩余的丁烯转化为丁烷。这种残余烯烃氢化通常是本领域技术人员所熟知的，在此不再详细描述。
在特别优选的实施方案中，在正/异分离器上游的氢化过程中形成的反应热的至少一部分被用于加热正/异分离器。这使得可以节省至少一部分用于加热正/异分离器所需的外部能量。
可选地，这种氢化也可以不设置在正/异分离器的上游，而仅设置在其下游。任何剩余的1-丁烯和异丁烯通常在正/异分离器的顶部获得，然后将存在于富含异丁烷的料流中。2-丁烯最终进入底部，并存在于富含正丁烷的料流中。在本发明的优选实施方案中，对富含异丁烷的料流和富含正丁烷的料流之一或两个料流进行氢化，以将任何剩余的丁烯转化为丁烷。因此，也可以仅氢化从正/异分离器获得的一个料流，而另一个料流不氢化。
在本发明的特别优选的实施方案中，在两个料流之一的氢化过程中形成的反应热的至少一部分或在两个料流的两个氢化过程中形成的反应热的至少一部分用于加热正/异分离器。这使得可以节省额外的用于加热正/异分离器的必要的外部能量。在某些情况下，不再需要额外的外部能量。所形成的反应热的适当热集成也可以通过例如内部热水回路来提供。这样的设备工程步骤(plant engineering steps)本身是本领域技术人员所熟悉的。
将在吸收器的底部抽取并主要负载丁烯的溶剂供应至解吸器。为此，可以使用例如泵将负载的溶剂传送至解吸器。相对于吸收器的底部，解吸器的底部处于升高的温度和优选较低的压力下。解吸器的底部的温度优选在120℃和200℃之间、更优选在130℃和195℃之间。解吸器中的压头可以在1和6巴绝对压力之间、优选在2和5巴绝对压力之间。相对于吸收器升高的温度和优选较低的压力具有以下结果：仍然存在的丁烯和任选存在的任何丁烷至少部分地从溶剂中除去。在优选的实施方案中，至少部分除去丁烯的溶剂含有至多5000ppmw的丁烯、特别优选100至900ppmw的丁烯。至少部分除去丁烯的溶剂在解吸器中向下流动，并被收集在解吸器的液体收集器中。从那里，至少部分除去丁烯的溶剂经过解吸器蒸发器，然后进入液体收集器(特别是烟囱式托盘)下方的解吸器的底部，以使残留在溶剂中的任何丁烯脱气。解吸器蒸发器优选为单程蒸发器，其中至少部分除去丁烯的溶剂仅经过蒸发器一次。这可以实现尽可能低的温度，从而可以防止结垢。解吸器蒸发器也可以配置为多级设备，即可以存在属于解吸器蒸发器的多个换热器。除去丁烯的溶剂然后留在底部，并从其中抽取，作为底部料流传送至吸收器，并在那里作为用于吸收丁烯的溶剂再次使用。
在被传送至吸收器之前，除去丁烯的溶剂可以部分或完全地进行再生，以从溶剂、优选NMP中去除杂质，例如存在于所使用的C4烃料流中的上述副产物和/或在解吸器中的温度下由丁烯形成的副产物，诸如低聚或聚合化合物。优选进行再生，使除去丁烯的溶剂进入容器，并在低于500毫巴绝对压力、更优选低于200毫巴绝对压力的压力下和100℃和150℃之间的温度下蒸发。该容器可以具有与之相连的塔。特别地通过再生分离高沸物(heavyboilers)。如果仅对一部分除去丁烯的溶剂进行再生，则随后将再生部分的溶剂与未再生的溶剂合并，并再循环至吸收器。
尤其是然后在解吸器的顶部获得相对于所使用的C4烃料流富含丁烯的料流。这种富含丁烯的料流可以另外包含源自溶剂的水。这种水可以在随后的步骤中被分离。在解吸器的顶部抽取富含丁烯的料流，并进行单阶段或多阶段冷凝，以冷凝出含水料流以及含丁烯的产物料流，所述含水料流可能不仅含有水，而且含有有机物残留物。这两种料流可以在合适的设备例如多脚架中彼此分离。然后可以将从含丁烯的产物料流中分离出的含水料流再循环至解吸器。排放全部或部分的含水料流以去除有机物也是可能的。
在本发明的优选实施方案中，在解吸器的顶部抽取的富含丁烯的料流的冷凝被配置为两阶段冷凝，其中在第一阶段中，将含水料流冷凝出来，然后再循环至解吸器，在第二阶段中，将含丁烯的产物料流冷凝出来。然而，也可以是这样的情况，即在第二阶段中冷凝出剩余的水。这种残留的水可以经由合适的设备，例如多脚架，从含丁烯的产物料流中分离出。
基于含丁烯的产物料流的总组成，由冷凝获得的含丁烯的产物料流优选含有小于20重量％、更优选小于16重量％的丁烷。相反，基于含丁烯的产物料流的总组成，从冷凝获得的含丁烯的产物料流优选具有至少70重量％、更优选至少75重量％、特别优选至少86重量％的丁烯含量。
本发明的特征是热集成，该热集成使用从解吸器回到吸收器的途中的溶剂的热量。根据本发明，通过在至少一个相应的换热器中使用溶剂的热量，用于预热传送至解吸器的负载的溶剂，用于吸收器蒸发器中的蒸发以及用于所述液态C4烃料流的蒸发，而将作为解吸器的底部料流抽取的溶剂、优选NMP的热量用于热集成。
在本发明的一个优选实施方案中，对传送至解吸器的负载的溶剂的预热以两个阶段进行，其中在换热器中，优选在管束换热器中对传送至解吸器的负载的溶剂进行第一传热，并且在釜式蒸发器中对传送至解吸器中的负载的溶剂进行第二传热。这样的实施方案具有以下优点：在上述优选的实施方案中，在两个阶段，即在换热器和釜式蒸发器中，传递到负载的溶剂的热量源自以解吸器的底部料流的形式抽取的溶剂作为传热介质。使用釜式蒸发器还具有以下优点：它将允许通至解吸器的管道中存在较低的供应压力。通常需要高的供应压力来防止管道中的蒸发，这可能导致包括管道爆裂在内的问题。另一个优点是热负荷是受限的，从而确保温差足够大/保持足够大以进行传热。
根据本发明，将至少部分除去丁烯的溶剂、优选NMP，收集在解吸器的液体收集器中，并经过解吸器蒸发器，以可以使残留在溶剂中的任何丁烯脱气。在解吸器蒸发器中用于蒸发的热量可以通过来自合适的传热介质的传热而被引入换热器中。传热介质尤其可以是以中压蒸汽或高压蒸汽形式使用的加热蒸汽。优选的加热蒸汽是温度为150℃至270℃、优选160℃至250℃的中压蒸汽。中压蒸汽的压力优选为15至30巴绝对压力、特别优选17至25巴绝对压力。还可用作加热蒸汽的是压力>30巴绝对压力的蒸汽。这种加热蒸汽也可以被称为高压蒸汽。
用于蒸发的加热蒸汽可以在换热器中至少部分冷凝，从而在10至20巴绝对压力、优选12至17巴绝对压力下和150℃至210℃、优选160℃至200℃的温度下产生热冷凝物。优选地，在换热器下游布置冷凝物容器，热冷凝物可以在冷凝物容器中与蒸汽分离。热冷凝物也可以用于加热正/异分离器。冷凝物容器中的压力优选低于加热蒸汽侧上的换热器中的压力。较低的压力可使一部分热冷凝物蒸发，其结果是，在冷凝物容器中以低压蒸汽的形式获得组合蒸汽，即加热蒸汽的未冷凝部分和通过减压在冷凝物容器中蒸发的热冷凝物。在这种情况下，低压蒸汽的压力优选为大于0巴且小于10巴的绝对压力。低压蒸汽的温度优选为100℃至180℃。
在那里获得的低压蒸汽仍然含有能量，但这在任何已知的方法中都没有被利用。然而，从能源或经济的角度来看，这并不有利。然而，这种能量可以用于本发明的优选实施方案中。为此，用于解吸器蒸发器中的蒸发的加热蒸汽可以使用优选可控的蒸汽喷射器(热压器)来提供。然后，向热压器供应源自合适的蒸汽网络的所使用的加热蒸汽(例如，这里尤其是优选使用的中压蒸汽)，以及来自冷凝物容器的低压蒸汽，从而形成混合蒸汽，该混合蒸汽相应地是解吸器蒸发器的传热介质。在该实施方案中，混合蒸汽相应地是加热蒸汽。这样的蒸汽喷射器被配置为使得其用新鲜蒸汽(motive steam)操作，并且借助于负压(蒸汽喷射器中的背压)可以从容器抽吸吸入蒸汽，从而然后形成用作传热介质的混合蒸汽。在这种情况中，新鲜蒸汽是加热蒸汽/中压蒸汽，利用它们，低压蒸汽作为吸入蒸汽从冷凝物容器中吸入，并与新鲜蒸汽混合。
这样的实施方案的优点是显而易见的。可以利用在冷凝物容器中获得的低压蒸汽的能量，从而节省能量和成本。由于另一个原因，这样的过程也可能是有利的。所采用的蒸汽喷射器可以是可控的，使得中压和低压蒸汽的量可以例如根据特定的工艺参数进行调节。吸入蒸汽的量经由新鲜蒸汽的量进行调节。低压和中压蒸汽的量可以例如根据解吸器中的温度进行调节。
在另一个优选实施方案中，解吸器包括侧向蒸发器。在这种情况下，用于侧向蒸发器的传热介质可以是来自蒸汽喷射器的混合蒸汽，而解吸器蒸发器采用中压蒸汽作为加热蒸汽。来自解吸器蒸发器和侧向蒸发器的热冷凝物然后被传送至根据上述实施方案的冷凝物容器。然后，在那里获得的低压蒸汽被用于蒸汽喷射器，其混合蒸汽被用于侧向蒸发器。该变体的优点在于，所获得的热冷凝物可以被进一步减压，以能够提供更大量的低压蒸汽。
本发明描述的方法可用于集成化学系统中，该系统特别包括低聚和任选存在的加氢甲酰化。通过根据本发明的方法分离丁烯可以在联合工厂(integrated plant)的不同点处使用。根据本发明分离丁烯也可以在联合化学工厂内的不同点。例如，可以在这种集成系统的开始处采用这里描述的方法。所使用的C4烃料流然后可以特别是裂解C4(crack C4)、残液1、残液2或其混合物。如果使用裂解C4和/或残液2，则根据本发明的分离方法可以在其上游设置裂解C4氢化，其中丁二烯被选择性氢化，或丁二烯分离，其中用溶剂诸如NMP或腈萃取除去丁二烯以降低丁二烯含量。可以在萃取性丁二烯分离的下游和根据本发明的分离的上游布置加氢异构化，以促进根据本发明的方法中的分离任务，因为这将1-丁烯转化为更容易被溶剂吸收的2-丁烯。
如果在集成系统的开始处采用分离方法，则可将获得的产物料流供应至MTBE合成，这然后可以优选依次接着是1-丁烯分离、低聚，以及纯化的低聚物的一个或多个加氢甲酰化。加氢甲酰化不仅可以用来自低聚的产物料流进行，从而使得可以在随后的氢化后由二正丁烯生产例如INA(异壬醇)或由三丁烯生产ITDA(异十三碳醛)，而且可以用所述低聚的未转化丁烯进行，从而使得可以在随后的羟醛缩合接着进行氢化后生产2-PH(2-丙基庚醇)。来自低聚的未转化丁烯也可以任选地用于操作进一步的低聚，而不是加氢甲酰化。各个方法步骤的条件对于本领域技术人员来说是熟悉的。各个方法步骤可以包括另外的步骤，例如产物的分离或所得料流的后处理，但这些在这里没有明确提及。然而，根据本发明的分离方法也可以在这种集成系统的任何其他点引入。
在本发明的一个实施方案中，根据本发明的分离方法中使用的C4烃料流在分离MTBE后取自MTBE合成，随后含丁烯的产物料流被供应至1-丁烯分离，此后依次进行低聚和一个或多个加氢甲酰化，以随后生产2-PH、ITDA和/或INA。各个方法步骤可以包括另外的步骤，例如产物的分离或所得料流的后处理，但这些在这里没有明确提及。
在本发明的另一个实施方案中，根据本发明的分离方法中使用的C4烃料流取自1-丁烯分离，并且含丁烯的产物料流随后被供应至低聚，此后进行一个或多个加氢甲酰化，以随后生产2-PH、ITDA和/或INA。各个方法步骤可以包括另外的步骤，例如产物的分离或所得料流的后处理，但这些在这里没有明确提及。
在本发明的另一个实施方案中，根据本发明的分离方法中使用的C4烃料流取自低聚，并且含丁烯的产物料流随后被供应至加氢甲酰化以随后生产2-PH。各个方法步骤可以包括另外的步骤，例如产物的分离或所得料流的后处理，但这些在这里没有明确提及。
在本发明的另一个实施方案中，在集成系统的末尾采用根据本发明的分离方法。在这种情况下，从加氢甲酰化下游的2-PH生产中抽取所使用的C4烃料流。然后在这种情况下可以将从根据本发明的分离方法获得的含丁烯的产物料流再循环，并在集成系统中的合适点处使用，以例如用于1-丁烯分离，用于低聚或一个或多个加氢甲酰化。这使得可以提高整个集成系统的效率，因为即使在通过集成系统中的最后方法步骤之后，仍可能存在至多20重量％的丁烯。
与在集成系统中设置本发明的分离方法的点无关，含丁烷的产物料流可以被供应至例如绝热低聚、仍然存在的丁烯的氢化或丁烷的正/异分离(n/iso splitting)，其中正丁烷和异丁烷被彼此分离。正/异分离也可以在绝热低聚之后进行。另一种可能性是在上述由MTBE合成、1-丁烯分离、低聚和加氢甲酰化组成的集成系统中包括低聚上游的含丁烷的产物料流。
在本发明的一个特别优选的实施方案中，正/异分离所需的能量可以至少部分地通过热集成，利用解吸器的顶部的两阶段冷凝的第一阶段来实现。这具有以下优点：利用了在冷凝中获得的能量，而不是像现有技术中那样简单地释放到环境中。
下面参考图对本发明进行说明。这些图是为了说明，而不应被理解为限制性的。
图1显示了本发明的基本配置。液态C4烃料流经由换热器(4)蒸发，并进入吸收器(1)。必要时，经由残余冷却器(3)使溶剂达到所需温度，并同样进入吸收器，其中入口在空间上位于C4烃料流的入口的上方，在本例中位于第一无规填料床上方。在吸收器(1)的顶部获得的是富含丁烷的料流，其被传送至正/异分离器(20)。可以在之前进行冷凝(未显示)。正/异分离器使用来自冷凝器(21)的冷凝热加热，冷凝器(21)也可以是两阶段冷凝器。负载的溶剂被收集在吸收器(1)的底部，如图中的烟囱式托盘所示。在那里，至少一部分负载的溶剂被抽取，并经由吸收器蒸发器(5)被传送至吸收器(2)的底部。从吸收器(1)的底部抽取负载的溶剂，并使用泵(9)经由用于预热负载的溶剂的换热器(6)传送至解吸器(2)，在那里将溶剂中存在的丁烯从溶剂中分离。在解吸器的顶部获得富含丁烯的料流。该料流被送至冷凝器(21)中的冷凝，并被传送至相分离器(18)。水相被传送至解吸器。排出含有丁烯的产物料流。仅显示了一种可能的再循环料流。将至少部分除去丁烯的溶剂收集在解吸器(2)的底部，如图中的烟囱式托盘所示。在那里，至少一部分负载的溶剂被抽取，并经由解吸器蒸发器(7)传送至解吸器的底部。然后，从解吸器(2)的底部抽取除去丁烯的溶剂，并使用泵(8)，经由用于预热负载的溶剂的换热器(6)、吸收器蒸发器(5)、用于蒸发C4烃料流的换热器(4)和残余冷却器(3)再循环到吸收器。
图2显示了本发明的另一个优选实施方案，其中蒸汽喷射器(12)存在于解吸器蒸发器(7)处。该蒸汽喷射器供应有常规的加热蒸汽，即例如来自蒸汽网络的中压蒸汽和在冷凝物容器(11)中获得的低压蒸汽，从而形成混合蒸汽，该混合蒸汽然后用作解吸器蒸发器(7)的加热蒸汽。在图7的描述中阐明了蒸汽喷射器的操作模式。其他一切都与之前结合图1所述的内容相对应。
图3显示了本发明的优选实施方案，其中传送至解吸器(2)的负载的溶剂的预热分两个阶段进行。第一传热在换热器(6)中进行，第二传热随后在釜式蒸发器(10)中进行。在图6的描述中阐明了釜式蒸发器的操作模式。其他一切都与之前结合图2所述的内容相对应。
图4显示了本发明的优选实施方案，其中在氢化单元(22)中进行氢化。氢化的设置是可变的，因此用虚线表示了各种可能性。氢化可以在进入正/异分离器之前或在正/异分离器之后进行。在正/异分离器之后，可以对顶部料流和/或底部料流进行氢化。其他一切都与之前结合图1所述的内容相对应。
图5显示了本发明的优选实施方案，其中同样在冷凝物容器(11)中获得的热冷凝物的热量另外经由换热器(23)用于加热正/异分离器(20)。其他一切都与之前结合图2所述的内容相对应。
图6显示了釜式蒸发器(10)的示意构造。液体进料经由外壳侧上的进料端口(101)进入蒸发器。液体进料在釜式蒸发器中被部分蒸发，并经由外壳侧上的气体端口(103)进入解吸器。进料的未蒸发的部分在围堰(weir)上方经过，并作为液体产物经由外壳侧上的产物端口(102)进入解吸器(2)。在管侧，解吸器(2)的热的底部产物用作加热介质，该加热介质经由入口端口(104)经过管并在出口端口(105)处再次离开。
图7显示了蒸汽喷射器(12)的示意构造。这里，新鲜蒸汽(121)是加热蒸汽，特别是来自蒸汽网络的中压蒸汽。吸入蒸汽(123)是来自冷凝物容器的低压蒸汽。二者经由控制单元(124)混合，并作为混合蒸汽(122)经由出口传送至解吸器蒸发器(7)。可以经由控制单元调节新鲜蒸汽和吸入蒸汽的量，从而可以影响混合蒸汽的压力和温度，从而影响可能的加热输出。
实施例
实施例1-根据图1的实施方案
用Aspen Plus v10模拟图1所示的丁烷-丁烯分离。使用修改的NRTL参数集来描述组分之间的相互作用。在模拟中，将19t/h的含烃进料传送入丁烷/丁烯分离(根据图1)。所述进料总共含有45重量％丁烷(35重量％正丁烷和10重量％异丁烷)、30重量％异丁烯和25重量％正丁烯。
在吸收器抽取总共7t/h的含丁烷的顶部产物。吸收器的含丁烷的顶部产物由70重量％正丁烷、27重量％异丁烷和3重量％丁烯组成。在底部抽取负载有含丁烯的产物料流的溶剂。含丁烯的产物料流含有14重量％正丁烷、47重量％异丁烯和39重量％正丁烯。因此，确定的溶剂/进料比为13使得丁烯产率达到98％。然后，大量过量的溶剂也用于热集成。
仅在解吸器(2)处从设备外部引入能量，即经由用于解吸器蒸发器(7)的加热蒸汽。在解吸器蒸发器(7)处传热6.9MW。或者，在整个该实施例中进行利用溶剂的热集成，其结果是不需要另外的外部能量。解吸器(2)的热底部产物通过用于预热解吸器的换热器(6)。在这里传热8.4MW。在解吸器的预热(6)后，将溶剂传送至吸收器(1)的底部，在那里经由换热器(5)传热7.8MW。另外的1.8MW经由用于进料蒸发的换热器(4)从溶剂转移到进料，以蒸发C4-进料流。在残余物冷却器(3)中，用冷却水使溶剂达到最佳萃取温度。对于该实施例，假设温度为40℃。因此必须从溶剂中除去另外的2.5MW以达到该温度。这种互连使得外部热量输入减少，内部热量得到最佳利用。事实上，如果换热器(4)、(5)和(6)中的至少一个不存在，则未传递的能量将不得不在剩余物冷却器(3)中被移除并因此被破坏。此外，当时未转移的能量必须由外部提供。该方法模式总共仅需要6.9MW的外部能量。
此外，用冷凝热加热正/异分离器。这使得来自冷凝的3.5MW可以用于正/异分离器中的分离。此外，如果还存在氢化，则来自氢化的另外0.7MW可以用于在正/异分离器中的分离。

Claims (15)

1.通过用溶剂进行萃取蒸馏，从至少含有丁烯和丁烷-正丁烷和异丁烷-的C4烃料流中分离丁烯的方法，其中该方法包括以下步骤：
a.在进料蒸发器中至少部分地蒸发液态C4烃料流，供应气态C4烃料流，并在所述C4烃料流上方将液体溶剂供应至吸收器，在所述吸收器中使C4烃料流和所述溶剂彼此接触，以主要将丁烯从所述C4烃料流转移至所述溶剂，其中使由此负载的溶剂收集在所述吸收器的液体收集器中，并使其经过吸收器蒸发器，然后将其传送至液体收集器下方的吸收器的底部，以主要使丁烷从所述负载的溶剂脱气，其中所述负载的溶剂随后作为底部料流被传送至解吸器，并且其中在所述吸收器的顶部获得相对于所使用的C4烃料流富含丁烷的料流；
b.将所述负载的溶剂供应至所述解吸器，该解吸器的底部相对于所述吸收器的底部处于升高的温度和优选较低的压力下，并且在所述解吸器中将丁烯与所述溶剂分离，以在所述解吸器的顶部获得富含丁烯的料流，其中至少部分除去丁烯的溶剂被收集在所述解吸器的液体收集器中，使其经过解吸器蒸发器，然后进入所述液体收集器下方的所述解吸器的底部，以使残留在所述溶剂中的任何丁烯脱气，并且其中所述溶剂随后作为底部料流被再循环至所述吸收器；
c.将所述富含丁烷的料流供应至正/异分离器，在该分离器中正丁烷和异丁烷被彼此分离，以在所述正/异分离器的顶部获得富含异丁烷的料流，并在所述正/异分离器的底部获得富含正丁烷的料流；
其特征在于，通过在至少一个相应的换热器中利用所述溶剂的热量，用于预热传送至所述解吸器的所述负载的溶剂，用于吸收器蒸发器中的蒸发以及用于所述液态C4烃料流的蒸发，而将作为所述解吸器的底部料流抽取的溶剂的热量用于热集成，并且特征在于
在所述解吸器的顶部抽取所述富含丁烯的料流并对其进行冷凝，其中冷凝热至少部分用于加热所述正/异分离器。
2.根据权利要求1所述的方法，其中所使用的溶剂是NMP。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中所述溶剂/所述NMP含有水，并且水含量在1重量％和10重量％之间、优选在4重量％和9重量％之间。
4.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在所述解吸器的顶部获得的所述富含丁烯的料流另外含有源自所述溶剂的水。
5.根据权利要求5所述的方法，其中所述富含丁烯的料流在所述解吸器的顶部被抽取并对其进行冷凝，其中将含水料流和含丁烯的产物料流冷凝出来，并使其彼此分离。
6.根据权利要求6所述的方法，其中基于含丁烯的产物料流的总组成，从所述冷凝获得的所述含丁烯的产物料流具有至少70重量％、优选至少75重量％、特别优选至少86重量％的丁烯含量。
7.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中在所述吸收器顶部抽取的富含丁烷的料流在进入所述正/异分离器之前进行氢化，以将任何剩余的丁烯转化为丁烷。
8.根据权利要求7所述的方法，其中在氢化过程中形成的反应热的至少一部分被用于加热所述正/异分离器。
9.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中对在所述正/异分离器顶部获得的富含异丁烷的料流和/或在所述正/异分离器底部获得的富含正丁烷的料流进行氢化，以将任何剩余的丁烯转化为丁烷。
10.根据权利要求9所述的方法，其中在所述氢化过程中形成的反应热的至少一部分或在所述两个氢化过程中形成的反应热中的至少一部分被用于加热所述正/异分离器。
11.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中传送至所述解吸器的所述负载的溶剂的预热以两个阶段进行，其中在换热器中对所述溶剂进行第一传热，并且在釜式蒸发器中对所述溶剂进行第二传热。
12.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所述解吸器蒸发器中用于蒸发的热量可以通过在换热器中与合适的传热介质、特别是加热蒸汽的传热而被引入。
13.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中所使用的加热蒸汽在所述换热器中经历至少部分冷凝，从而在10至20巴绝对压力、优选12至17巴绝对压力的压力下和150℃至200℃、优选160℃至190℃的温度下产生热冷凝物，所述热冷凝物被传送至冷凝物容器。
14.根据权利要求13所述的方法，其中所述冷凝物容器中的压力低于加热蒸汽侧上的换热器中的压力，从而使所述热冷凝物的一部分被重新蒸发，由此获得作为低压蒸汽的组合蒸汽。
15.根据前述权利要求中任一项所述的方法，其中使用蒸汽喷射器提供用于所述解吸器蒸发器的加热蒸汽，所述蒸汽喷射器供应有高压蒸汽或中压蒸汽，和在所述冷凝物容器中获得的低压蒸汽。
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