CN1789223A - 双隔板塔提取粗1，3－丁二烯的装置及其方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种采用双隔板塔集成流程以含水乙腈作溶剂通过萃取精馏从碳四混合物中分出丁烯并除去丁炔及重组分获取粗1，3－丁二烯的装置及其方法。该方法的萃取精馏操作在具有上下两段纵向隔板的隔板塔中进行，隔板塔的内部结构分成丁二烯萃取精馏段、脱重组分段、炔烃萃取精馏段、共用中部塔区域、溶剂解析段、炔烃蒸出段和共用下部塔区域。其中在脱重组分段与炔烃萃取精馏段之间液相引出到侧线塔以脱除重组分，若不需脱除重组分，去除侧线塔及相关配件。该发明装置及方法使传统的两次萃取精馏操作及部分脱重组分操作在一个塔中完成，投资少、操作简单，能量消耗低，从而降低产品成本。

Description

双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的装置及其方法

技术领域：

本发明涉及一种提取粗1，3-丁二烯的装置及其方法，具体地说是用双隔板塔集成流程以含水乙腈作溶剂通过萃取精馏从碳四混合物中分出丁烯并除去丁炔及重组分获取粗1，3-丁二烯的装置及其方法。

技术背景：

工业上粗1，3-丁二烯通常从碳四混合物馏分获得。该混合物主要成分为1-丁烯、异丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、1，3-丁二烯和少量1-丁炔及乙烯基乙炔。可采用含水乙腈作溶剂，通过两次萃取精馏(包括萃取精馏及溶剂解析)后获得粗1，3-丁二烯：第一次萃取精馏把丁烯和丁二烯分开，第二次萃取精馏把丁炔及乙烯基乙炔除去，通常需要4个塔完成两次萃取精馏过程操作。如若除去重组分还需一个脱重组分塔。因此，现有的方法存在所需的设备繁多、操作复杂，能量消耗大，生产成本高的突出缺点。

发明内容：

为了克服现有技术的缺点，本发明采用双隔板塔集成流程技术，使上述两次萃取精馏及部分脱重组分操作在一个塔中完成。该方法使投资减少、能量消耗降低从而降低产品成本。

本发明的萃取精馏操作在具有上下两段纵向隔板的隔板塔中进行，隔板垂直安装，防止两侧的液体和蒸汽发生横向混合。隔板塔的内部结构分成丁二烯萃取精馏段、脱重组分段、炔烃萃取精馏段、共用中部塔区域、溶剂解析段、炔烃蒸出段和共用下部塔区域；丁二烯萃取精馏段与脱重组分段、炔烃萃取精馏段通过上段的纵向隔板间隔；溶剂解析段与炔烃蒸出段用下段的纵向隔板间隔，通过炔烃蒸出段上端的盖板将炔烃蒸出段与上部的共用中部塔区域间隔开；在丁二烯萃取精馏段顶端设有抽余油冷凝器；在脱重组分段顶端设有粗丁二烯冷凝器，当需要脱重组分时，在脱重组分段底端配有侧线塔实现脱重组分的普通精馏操作，侧线塔底部设有脱重组分塔再沸器，当不需要脱重组分时，去除侧线塔及相关配件；在共用中部塔区域设有中间再沸器，在炔烃蒸出段的入口段设有炔烃冷凝器，以回收热量；在共用下部塔区域设有再沸器。

塔内配备规整填料或塔盘作为内件，塔板内件没有限制。设计的塔盘使塔内的液体停留时间不超过15分钟，优化值10分钟。

本发明与常规精馏塔相似，设有塔顶冷凝器和塔釜再沸器，通常可以连续运行。以下文中理论塔板数为从塔顶向下计算。

本发明所采用的提取方法为：在隔板塔丁二烯萃取精馏段上部加入含水乙腈溶剂物流，中部加入混合碳四物流，顶部有气相物流、冷凝回流，并得到以丁烯为主的抽余油物流；从丁二烯萃取精馏段底出来的引料物流经中间再沸器形成回料物流进入共用中部塔区域，在该段实现热能回收利用，并有气相物流去炔烃萃取精馏段；在炔烃萃取精馏段的上部加入含水乙腈溶剂物流，实现炔烃萃取精馏操作；在脱重组分段顶部有气相物流、冷凝回流，并得到以丁二烯为主的产品物流；当需要脱重组分时，脱重组分段下端有液相物流引入侧线塔，有气相物流返回脱重组分塔，侧线塔底得到重组分物流；当不需要脱重组分时，可以不用侧线塔；在溶剂解析段实现蒸出丁二烯的操作；在炔烃蒸出段实现蒸出丁炔和乙烯基乙炔的操作，顶部有气相物流、冷凝回流，液相采出安全含量的碳四炔和乙烯基乙炔物流；在共用下部塔区域实现炔烃的蒸出，获得纯净的溶剂物流，经热回收及调质后再循环利用。

根据本发明，在丁二烯萃取精馏段完成丁二烯萃取精馏操作，碳四混合物馏分从此段中部加入，含水乙腈溶剂从上部加入，顶部有四流。含水乙腈溶剂加入量与碳四混合物量之比调节到4.1～8.9，优化值5.2～7.5。塔顶回流量与采出量之比调节到2.0～5.2，优化值2.3～4.0。丁二烯萃取精馏段理论板数50～110，优化值70～100。溶剂进料板位于理论板2～8，优化值3～6。碳四混合物馏份进料理论板25～60，优化值35～50。塔顶操作压力调节到0.42～0.58MPa(A)，优化值0.45～0.52MPa(A)。塔顶操作温度调节到35～50℃，优化值40～45℃。

根据本发明，在炔烃萃取精馏段完成碳四炔烃及乙烯基乙炔的萃取精馏操作：含碳四炔烃及乙烯基乙炔的丁二烯物流从此段下端进入该段，含水乙腈溶剂从上部加入，顶部有回流。溶剂加入量与粗丁二烯量之比调节到1.2～3.3，优化值1.5～2.8。回流量与塔顶采出量之比调节到2.8～5.4，优化值3.0～4.8。该段下部上升气量与共用中部塔区上升气量之比调节到0.32～0.65，优化值0.39～0.58。该比率的设定通过塔内件或塔顶气相流调节阀来实现。该段理论板数50～80，优化值40～60。溶剂进料板位于侧线塔引料板之下理论板5～20，优化值7～12。

根据本发明，在脱重组分段完成脱除粗丁二烯产品中的重组分1，2-丁二烯、2-丁烯及碳五等；此段顶部有回流，回流比调节到3.0～6.2，优化值4.0～5.8。该段理论板数30～60，优化值45～55。塔顶操作压力调节到0.42～0.58MPa(A)，优化值0.45～0.52MPa(A)。塔顶操作温度调节到35～50℃，优化值38～43℃。

根据本发明，需要脱重组分时，在脱重组分段与炔烃萃取精馏段之间引出物料去侧线塔，该侧线塔完成采出重组分的操作，该塔理论板数15～35，优化值25～32，侧线塔的引料液相量占其上部塔板下降液相量的20％～40％，优化值25％～32％。

根据本发明，在共用中部塔区域实现热量回收及分流汽流等操作，此段理论板数3～10，优化值4～8。

根据本发明，在溶剂解析段完成溶剂解析操作，即从溶剂中蒸出丁二烯。此段理论板数6～20，优化值8～15。

根据本发明，在炔烃蒸出段完成从溶剂中蒸出丁炔及乙烯基乙炔之操作。含碳四炔及乙烯基乙炔的溶剂物流从此段下端进入，顶部有回流，回流比调节到3.1～6.5，优化值3.5～5.3。下部上升气量与共用下部塔区域上升气量之比调节到0.11～0.25，优化值0.12～0.20。该比率的设定通过塔内件或段顶气相流调节阀来实现。该段理论板数6～16，优化值7～13。

根据本发明，在共用下部塔区域完成从溶剂中蒸出丁炔及乙烯基乙炔的操作，使塔底获得合格的循环溶剂。该塔段理论板数5～13，优化值6～10。

附图说明：

图1为本发明装置结构原理示意图。

图2为本发明装置改型后的结构原理示意图，即在不需要脱产品重组分时装置的简化示意图。

具体实施方案：

下面通过实施例对本发明装置及方法作进一步说明。

实施例1：

本发明装置隔板塔1内部结构分成丁二烯萃取精馏段5、脱重组分段32、炔烃萃取精馏段6、共用中部塔区域7、溶剂解析段8、炔烃蒸出段9和共用下部塔区域10；丁二烯萃取精馏段5与脱重组分段32、炔烃萃取精馏段6通过上段的纵向隔板2间隔；溶剂解析段8与炔烃蒸出段9用下段的纵向隔板3间隔，通过上端盖板4将炔烃蒸出段9与上部的共用中部塔区域7隔开；在丁二烯萃取精馏段5顶端设有抽余油冷凝器11；在脱重组分段32顶端设有粗丁二烯冷凝器12，当需要脱重组分时，在脱重组分段32底端配有侧线塔33实现脱重组分的普通精馏操作，侧线塔33底部设有脱重组分塔再沸器37；在共用中部塔区域10设有中间再沸器15，在炔烃蒸出段9的入口段设有炔烃冷凝器14；在共用下部塔区域10设有再沸器15。

将温度为54℃的12248.87kg/h的碳四混合物流17以气态形式加入总共具有140块理论板的隔板塔1的丁二烯萃取精馏段5的第49块理论板上，含水乙腈溶剂物流16加入到第4块理论板上，含水乙腈溶剂与碳四混合物重量比为5.8∶1.0，产品考虑脱除重组分，采用图1流程，碳四混合物具有如下组成的重量百分数：

丙烷                 0.43

丙炔                 0.38

正丁烷               2.00

异丁烷               0.75

异丁烯               18.51

1-丁烯               15.53

反-2-丁烯            4.71

顺-2-丁烯            3.78

1，3-丁二烯          52.04

1，2-丁二烯          0.01

1-丁炔               0.40

乙烯基乙炔           0.59

碳五                 0.87

隔板塔1顶部有气相物流22、冷凝回流23，并得到以丁烯为主的抽余油物流18。从丁二烯萃取精馏段5底出来的引料物流28经中间再沸器13形成回料物流29进入共用中部塔区域7，在该段实现热能回收利用，并有气相物流去炔烃萃取精馏段6。在炔烃萃取精馏段6的上部加入含水乙腈溶剂物流31，实现炔烃萃取精馏操作。在脱重组分段32配有侧线塔33实现脱重组分的普通精馏操作，顶部有气相物流24、冷凝回流25，并得到以丁二烯为主的产品物流20。脱重组分段32下端有液相物流34引入侧线塔33，有气相物流35返回脱重组分段32，侧线塔33底得到重组分物流36。在溶剂解析段8实现蒸出丁二烯的操作。在炔烃蒸出段9实现蒸出丁炔和乙烯基乙炔的操作，顶部有气相物流26、冷凝回流27，液相采出21为安全含量的碳四炔和乙烯基乙炔物流。在共用下部塔区域10实现炔烃的蒸出，获得纯净的溶剂物流19，经热回收及调质后再循环利用。物流30为再沸器的循环物流。

按照图1，丁二烯萃取精馏段5理论板数100，脱重组分段32理论板数50，炔烃萃取精馏段6理论板数50，共用中部塔区域7理论板数16，溶剂解析段8理论板数14，炔烃蒸出段9理论板数14，共用下部塔区域10理论板数10。含水乙腈溶剂物流31加入到第67块板上，其量与粗丁烯之比为1.9∶1.0。引入侧线塔的液体量占下降液体量的27％。丁二烯萃取精馏段5顶与脱重组分段32顶的操作压力皆为0.495MPa(A)。

脱重组分段32顶获得不含重组分的丁二烯6386.68kg/h，纯度98.88％(wt)，回收率99.0％，其中含碳四炔≤20ppm，乙烯基乙炔≤5ppm。丁二烯萃取精馏段5顶获得抽余油5497.44kg/h，其中含丁二烯≤100ppm。塔底获得含水乙腈，烃含量≤50ppm。完全符合后序工段精制丁二烯的要求。塔釜再沸器热负荷2.4755×10⁴MJ/h。相当于每吨产品粗丁二烯(已脱重组分)消耗蒸汽1.6129t。

实施例2：

产品不考虑脱重组分，隔板塔结构去除了侧线塔33及相关配件，采用图2流程，其余与实施例1相同。

将温度为54.0℃的13498.4kg/h的碳四混合物流17以气态形式加入总共具有100块理论板的隔板塔的丁二烯萃取精馏段5的第36块理论板上，含水乙腈溶剂物流16加入到第4块理论板上，含水乙腈溶剂与碳四混合物重量比为5.4∶1.0，碳四混合物具有如下组成的重量百分数：

丙烷                 0.5047

丙炔                 0.1019

正丁烷               1.3094

异丁烷               0.3802

异丁烯               23.3535

1-丁烯               16.6869

反-2-丁烯            5.1783

顺-2-丁烯            3.8939

1，3-丁二烯          47.5445

1，2-丁二烯          0.3046

1-乙炔               0.1278

乙烯基乙炔           0.5488

碳五                 0.0655

按照图2，丁二烯萃取精馏段5理论板数60，炔烃萃取精馏段6理论板数50，共用中部塔区域7理论板数16，溶剂解析段8理论板数14，炔烃蒸出段9理论板数14，共用下部塔区域10理论板数10。含水乙腈溶剂物流31加入到第8理论板上，其量与粗丁烯之比为1.6∶1。丁二烯萃取精馏段5顶与炔烃萃取精馏段6顶的操作压力皆为0.52MPa(A)。炔烃萃取精馏段6顶获得粗丁二烯7045.30kg/h，纯度94.24％(wt)，回收率99.0％。其中含碳四炔≤20ppm、乙烯基乙炔≤5ppm。丁二烯萃取精馏段5顶获得抽余油6652.33kg/h，其中含丁二烯≤100ppm。塔底获得纯净含水乙腈，炔含量≤50ppm。完全符合后序工段精制丁二烯的要求。塔釜再沸器热负荷2.780×10⁴MJ/h。相当每吨粗产品丁二烯消耗蒸汽1.6416t。

本发明由于采用高度集成的隔板塔技术，与传统塔流程相比，投资节省35％，能量成本节省28％。

Claims (12)

1、一种双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的装置，其特征在于隔板塔的内部结构分成丁二烯萃取精馏段、脱重组分段、炔烃萃取精馏段、共用中部塔区域、溶剂解析段、炔烃蒸出段和共用下部塔区域；丁二烯萃取精馏段与脱重组分段、炔烃萃取精馏段通过上段的纵向隔板间隔；溶剂解析段与炔烃蒸出段用下段的纵向隔板间隔，通过炔烃蒸出段上端的盖板将炔烃蒸出段与上部的共用中部塔区域隔开；在丁二烯萃取精馏段顶端设有抽余油冷凝器；在脱重组分段顶端设有粗丁二烯冷凝器，当需要脱重组分时，在脱重组分段底端配有侧线塔实现脱重组分的普通精馏操作，侧线塔底部设有脱重组分塔再沸器，当不需要脱重组分时，去除侧线塔及相关配件；在共用中部塔区域设有中间再沸器，在炔烃蒸出段的入口段设有炔烃冷凝器；在共用下部塔区域设有再沸器。

2、根据权利要求1所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的装置，其特征在于隔板垂直安装，防止两侧的液体和蒸汽发生横向混合。

3、根据权利要求1所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的装置，其特征在于塔内配备规整填料或塔盘作为内件，设计的塔盘使塔内的液体停留时间不超过15分钟。

4、一种双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在隔板塔丁二烯萃取精馏段上部加入含水乙腈溶剂物流，中部加入混合碳四物流，顶部有气相物流、冷凝回流，并得到以丁烯为主的抽余油物流；从丁二烯萃取精馏段底出来的引料物流经中间再沸器形成回料物流进入共用中部塔区域，在该段实现热能回收利用，并有气相物流去炔烃萃取精馏段；在炔烃萃取精馏段的上部加入含水乙腈溶剂物流，实现炔烃萃取精馏操作；在脱重组分段顶部有气相物流、冷凝回流，并得到以丁二烯为主的产品物流；当需要脱重组分时，脱重组分段下端有液相物流引入侧线塔，有气相物流返回脱重组分塔，侧线塔底得到重组分物流；当不需要脱重组分时，不用侧线塔；在溶剂解析段实现蒸出丁二烯的操作；在炔烃蒸出段实现蒸出丁炔和乙烯基乙炔的操作，顶部有气相物流、冷凝回流，液相采出安全含量的碳四炔和乙烯基乙炔物流；在共用下部塔区域实现炔烃的蒸出，获得纯净的溶剂物流，经热回收及调质后再循环利用。

5、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在丁二烯萃取精馏段完成丁二烯萃取精馏操作，含水乙腈溶剂加入量与碳四混合物量之比调节到4.1～8.9，塔顶回流量与采出量之比调节到2.0～5.2，丁二烯萃取精馏段理论板数50～110，溶剂进料板位于理论板2～8，碳四混合物馏份进料理论板25～60，塔顶操作压力调节到0.42～0.58MPa(A)，塔顶操作温度调节到35～50℃。

6、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在炔烃萃取精馏段完成碳四炔烃及乙烯基乙炔的萃取精馏操作，含碳四炔烃及乙烯基乙炔的丁二烯物流从此段下端进入该段，含水乙腈溶剂从上部加入，顶部有回流；溶剂加入量与粗丁二烯量之比调节到1.2～3.3，回流量与塔顶采出量之比调节到2.8～5.4，该段下部上升气量与共用中部塔区上升气量之比调节到0.32～0.65，该段理论板数50～80，溶剂进料板位于侧线塔引料板之下理论板5～20。

7、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在脱重组分段完成脱除粗丁二烯产品中的重组分1，2-丁二烯、2-丁烯及碳五；此段顶部有回流，回流比调节到3.0～6.2，该段理论板数30～60，塔顶操作压力调节到0.42～0.58MPa(A)，塔顶操作温度调节到35～50℃。

8、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于需要脱重组分时，在脱重组分段与炔烃萃取精馏段之间引出物料去侧线塔，该塔完成采出重组分的操作，该塔理论板数15～35，侧线塔的引料液相量占其上部塔板下降液相量的20％～40％。

9、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在共用中部塔区域实现热量回收及分流汽流操作，此段理论板数3～10。

10、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在溶剂解析段完成溶剂解析操作，即从溶剂中蒸出丁二烯，此段理论板数6～20。

11、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在炔烃蒸出段完成从溶剂中蒸出丁炔及乙烯基乙炔之操作，含碳四炔及乙烯基乙炔的溶剂物流从此段下端进入，顶部有回流，回流比调节到3.1～6.5，下部上升气量与共用下部塔区域上升气量之比调节到0.11～0.25，该段理论板数6～16。

12、根据权利要求4所述的双隔板塔提取粗1，3-丁二烯的方法，其特征在于在共用下部塔区域完成从溶剂中蒸出丁炔及乙烯基乙炔的操作，该塔段理论板数5～13。

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