CN1965063B - 处理含丁二烯的进料的方法与装置 - Google Patents

处理含丁二烯的进料的方法与装置 Download PDF

Info

Publication number
CN1965063B
CN1965063B CN2005800182884A CN200580018288A CN1965063B CN 1965063 B CN1965063 B CN 1965063B CN 2005800182884 A CN2005800182884 A CN 2005800182884A CN 200580018288 A CN200580018288 A CN 200580018288A CN 1965063 B CN1965063 B CN 1965063B
Authority
CN
China
Prior art keywords
cut
tower
acetylenic compound
charging
hydrogenation
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Expired - Fee Related
Application number
CN2005800182884A
Other languages
English (en)
Other versions
CN1965063A (zh
Inventor
S·劳雷特
V·考帕德
R·邦尼尤
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Original Assignee
IFP Energies Nouvelles IFPEN
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by IFP Energies Nouvelles IFPEN filed Critical IFP Energies Nouvelles IFPEN
Publication of CN1965063A publication Critical patent/CN1965063A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1965063B publication Critical patent/CN1965063B/zh
Expired - Fee Related legal-status Critical Current
Anticipated expiration legal-status Critical

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/32—Selective hydrogenation of the diolefin or acetylene compounds
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D3/00—Distillation or related exchange processes in which liquids are contacted with gaseous media, e.g. stripping
    • B01D3/14—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column
    • B01D3/141—Fractional distillation or use of a fractionation or rectification column where at least one distillation column contains at least one dividing wall
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/32—Selective hydrogenation of the diolefin or acetylene compounds
    • C10G45/34—Selective hydrogenation of the diolefin or acetylene compounds characterised by the catalyst used
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Pharmaceuticals Containing Other Organic And Inorganic Compounds (AREA)

Abstract

本发明提供了一种处理包含烯属化合物和炔属化合物的进料的方法和装置。根据该方法，将进料送至蒸馏步骤，回收C4馏分和C5+馏分，对包含炔属化合物的引出馏分进行至少一个氢化反应步骤处理，将炔属化合物耗减的流出物循环。所述蒸馏步骤包括在蒸馏塔的预分馏区预分馏进料的初始步骤，以及在包含与位于入口以下预分馏区的(B)部分不同且不相邻的(A)部分的区中进行至少一步补充分馏步骤，其中在A中某点回收其中C4与C5+的比率高于进料的比率的引出馏分。

Description

处理含丁二烯的进料的方法与装置
发明领域
本发明涉及处理包含丁二烯、C5+不饱和化合物和炔属化合物的进料，以除去炔属化合物并将进料分馏生产丁二烯的方法与装置领域。术语“Cn+”是指包含n个或更多个碳原子的烃，但也可指仅包含n个碳原子的烃(Cn)。
现有技术
欧洲专利申请EP-A-1217060公开了将进料送至蒸馏步骤，回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分、C5+馏分以及作为侧流的富含炔属化合物的馏分，在氢化反应步骤中处理富含炔属化合物的馏分，随后在蒸馏步骤中循环得自氢化反应步骤的炔属化合物耗减(deplete)的流出物。
需要具有改进选择性地氢化包含在那类进料中的炔属化合物，在此条件下氢化反应催化剂仅缓慢去活性。
还需要限制由于蒸馏和氢化非常富含丁二烯的进料引起的丁二烯损耗。
发明概述
本发明的改进主要在于开发了包括进料初分馏步骤和补充分馏步骤的蒸馏步骤，补充分馏步骤在与预分馏区分开的区域内进行，可取得几乎不含氢化反应催化剂污染物的待氢化的流。
本发明的改进还在于氢化反应步骤在富含炔属化合物且C5+含量低的馏分中进行。
发明详述
本发明涉及一种处理包含炔属化合物、丁二烯以及包含二烯属化合物和/或炔属化合物(例如戊二烯和/或环戊二烯)的C5+馏分的进料的方法，其中将进料送至蒸馏步骤，回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分、回收富含C5+的馏分，产生包含炔属化合物的引出(drawn)馏分，对至少一部分富含炔属化合物的馏分进行至少一个氢化步骤，将得自氢化步骤的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏步骤。
本发明方法的一个目标为在氢存在下，选择性氢化包含在进料中的炔属化合物，同时使低聚物、聚合物及其前体对氢化反应催化剂的去活性程度最小。
本发明方法的另一个目标为对可能非常富含丁二烯的进料进行明显的纯化(特别是除去大量炔属化合物)，不显著缩短氢化反应催化剂的循环周期，同时尽可能最大程度减少丁二烯损耗。
使用图1中出现的参考数字来描述本发明。
我们发现了一种处理包含炔属化合物、丁二烯以及包含二烯属化合物和/或炔属化合物例如戊二烯和/或环戊二烯的C5+馏分的进料的方法，其中：
i)将进料送至蒸馏步骤，回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分，回收富含C5+的馏分，产生包含炔属化合物的引出馏分；
ii)对至少一部分所述引出馏分进行至少一个氢化步骤；和
iii)将得自氢化步骤的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏步骤；
其特征在于所述蒸馏步骤包括：
·预分馏进料的初始步骤，将进料供应至包含在蒸馏塔中的预分馏区(4a，4b，6，7)，在塔的一个或多个中间位置得到至少一股C5+含量降低的中间流；和
·至少一个蒸馏一股或多股中间流的分馏步骤，该步骤在补充分馏区中进行，补充分馏区的至少A(5)部分与由进料塔板和较低塔板组成的预分馏区的B(4b，7)部分不同且不相邻，其中C4与C5+的摩尔比高于进料的摩尔比。
根据本发明，如果A与B不相连并因此没有公共部分，以及如果A的塔板与高或低的B的塔板分开至少一块理论塔板，则认为A部分与B部分“不同且不相邻”。这点也适用于位于相同的高度，但在塔的垂直隔板的两侧的A和B的塔板。由于各塔板由所述隔板分开而非叠加，因此可认为它们“不相邻”。在A与B之间不是必需有材料分隔，例如隔板。“较低塔板”为液体从进料板(接受进料的液体部分)呈瀑布状流至的塔板。因此所述较低塔板不包括在位置低于进料塔板高度但与所述进料板分离的区中的塔板。
因此，本发明使得分馏分两步进行，其中至少部分第二步骤在与进料区明显不同且不相邻的区进行。所述分离或距离防止在该区域中移动的产物被存在于进料中的杂质稀释。进料通常包含对异构化催化剂有害的产物：痕量的低聚物和聚合物、可形成其他更高分子产物(低聚物和聚合物)的较高分子量的二烯属化合物和/或炔属C5+化合物以及甚至少量固体焦炭颗粒。
根据本发明，所有这些不需要的较高分子量的化合物易流向预分馏区的底部，因此降至所述区的B部分(所述部分包括进料板和较低塔板，与所述塔板液体相连)，最终通过塔底离开。使用与B部分不同且不相邻的补充分馏区A部分是指A至少部分消除了所述不需要的化合物(特别是低聚物和聚合物)的影响，大多数不需要的化合物落入B区。
使得A中某点取出物料的C4/C5+的摩尔比高于进料的摩尔比，这样可限制为低聚物和聚合物前体的不需要的C5+化合物的存在。因此，可将包含降低含量的可有害地影响效率和氢化反应催化剂的污染物的产物送至氢化反应步骤。氢化反应催化剂通常受大量的低聚物或聚合物或其前体，特别是分子量最大的二烯属化合物和炔属化合物的抑制。
较少受到污染的催化剂更有效，通常选择性更高且使用寿命延长了，氢化炔属化合物的选择性更高，丁二烯损耗最小，特别是可在明显最佳的操作条件下操作，无需通过改变操作条件来补偿去活性。还可使纯度更高且丁二烯损耗更低。
非常优选在塔中高于进料点的高度取出引出馏分。这点显著增加了引出馏分中C4/C5+的比率。
通常将得自氢化步骤的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏塔中高于取出引出馏分且高于A和B部分的高度。本发明中使用的术语“高于”是指不仅循环至较高的高度，而且使液体内部回流至两个区A和B(通常平行或串联)。因此，循环引起吸收炔属化合物，引起炔属化合物流回塔底，使得这些炔属化合物在引出馏分中具有浓缩效果。与此相比，在塔顶包含丁二烯的馏分仅包含非常少的炔属化合物。对所述引出馏分的取出点可有利地位于炔属化合物(特别是乙烯基乙炔)最大浓度点或接近该点。
在本发明的第一种变体中，A部分由位于进料以上(通常高几块理论塔板)的所述塔的部分组成。例如，如果蒸馏塔包含45块理论塔板，且如果进料至第25块塔板，则引出馏分可从第20块塔板取出，并在氢化反应后循环至第10块塔板。因此B部分由第25-45块塔板组成。因此可定义与B部分不同且不相邻的A部分(例如)由第14-21块塔板组成。在这种情况下，补充分馏区通常由第1-21块塔板组成，预分馏区由第22-45块塔板组成。
在本发明的第二种变体中，所述蒸馏塔包括将补充分馏区的A部分与B区分开的隔板，因此预分馏区(4a，4b，6，7)和补充分馏区(5，6，7)包含至少一个公共区(6，7)。
通常隔板位于塔的中心部分，使得在塔顶形成公共区(6)，在塔底形成公共区(7)。
·从塔顶的公共区(6)回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分；
·从塔底的公共区(7)回收富含C5+的馏分；和
·在塔的中部，在与进料隔离的补充分馏区的所述A(5)部分产生引出馏分。本发明的该变体产生高C4/C5+比率的引出馏分：实际上，“中间流”离开与进料板相邻的预分馏区4a和4b，所述中间流为(在4a区的顶部)C5+高度耗减的蒸气流和(在4b区的底部)富含C5+的液体流，所述流在A(5)部分精馏，除去大部分所包含的C5+。因此具有内隔板的本发明的该变体可产生高C4/C5+的引出馏分，而不会明显增加塔的总高(与其中区A为叠加的塔部分，比进料板高几块塔板的变体相比)。此外，例如可通常将回流比降低约20％。
在氢气存在下，在例如基于钯/金或钯/银或任何其他已知的选择性氢化反应催化剂的催化剂床中进行氢化反应步骤。对催化剂的选择不是本发明的基本要素。
当实施本发明时可采用许多其他变体或技术方法：
可作为侧流从补充分馏区的所述A(5)部分的上半部分回收引出馏分。
在其他变体中，在氢气存在下，将中间流直接送至催化剂床，所述催化剂床位于补充分馏区的所述A部分中，位于所述A部分的上部理论塔板下方，例如在A部分的上半部分。这样产生本发明的非常紧凑和完整的设计，并防止流体转移。
通常将炔属化合物耗减的流出物循环至位于塔顶的公共区，优选高于A和B区多块(例如3-15块)理论塔板，使得炔属化合物回流良好。这样除去了大部分炔属化合物。
本发明还涉及一种实施所述方法的装置，特别是处理包含炔属化合物、丁二烯以及包含二烯属化合物和/或炔属化合物的C5+馏分的进料的装置，所述装置包含：
·进料装置(1)；
·蒸馏装置(2)，所述装置配备回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分的装置(24，26)和回收富含C5+的馏分的装置(31，35)，所述蒸馏装置还允许产生包含炔属化合物的引出馏分；
·氢化所述引出馏分的装置(12，13)；和
·将得自氢化反应装置的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏装置的装置(17)；
其特征在于所述蒸馏装置包括：
·含有与进料装置相连的预分馏区(4a，4b，6，7)的至少一个蒸馏塔，在塔的至少一个中间位置产生至少一股包含炔属化合物的中间流；和
·将预分馏区中产生的C5+含量降低的至少一股中间流转移至至少一个补充分馏区(5，6，7)的装置，所述补充分馏区的至少A(5)部分与由进料塔板和较低塔板组成的预分馏区的B(4b，7)部分不同且不相邻，A部分还包括从A中某点取出C4与C5+的摩尔比高于进料的摩尔比的引出馏分的装置，所述取出装置与氢化反应装置相连。
优选所述装置采用一种或多种上述方法一起使用(例如向上(优选高于A和B区3-15块理论塔板)循环氢化反应流出物)，得到本发明方法的上述优点。
除了塔板，所述塔在部分或所有区中可包含填料，所述填料可为结构化的或未结构化的，这点构成了等价于所述塔板的技术。
当所述塔包含隔板时，所述隔板可几乎由隔板(partition wall)或内隔板组成。所述内壁可沿着与蒸馏塔的纵轴平行的轴延伸。所述内壁可为基本垂直或与垂直方向倾斜的角小于45°。
所述隔板还可由分布在塔区各塔板之间的内壁组成。
所述蒸馏塔通常可包含的总塔板数(除非另外说明，否则为从塔顶开始计数的理论塔板)为20-50块，优选为35-45块。
预分馏区和补充分馏区通常可包含相同或不同数量的理论塔板。预分馏区或补充分馏区通常可包含4-15块，优选9-12块分开且不共用的理论塔板。
塔顶公共区可包含1/3-2/3的总理论塔板数。例如可包含10-30块，优选12-25块理论塔板。
塔底公共区通常包含2-10块理论塔板。
进料可为主要包含包含4或5个碳原子(优选主要为4个碳原子)的烃的蒸气裂化流出物的馏分。
更具体地讲，进料可包含至少50％重量，优选70％重量，更优选90％重量的包含4或5个碳原子或甚至4个碳原子的烃。
对包含炔属化合物的引出馏分的取出速率最好保持为与进料速率基本相同。例如所述引出馏分的取出速率可保持为进料流速的70-130％，优选为进料流速的90-110％。
为了不因局域性温度变化对塔产生扰动，最好控制循环温度(具体方法为进行冷却)。
参考图1和图2来描述本发明方法的两种装置，以便更好地理解本发明。这些装置用于举例说明，而非要限制本发明。对本发明方法的这些说明不包括实施本发明所需的所有的部件。这里仅说明理解本发明必需的那些元件，技术人员能根据这些说明实施本发明。
在图1中，通过管线(1)将物料进至蒸馏塔(2)，该蒸馏塔包括预分馏区(6，4a，4b，7)、补充分馏区(6，5，7)和位于中心部分的隔板(3)，隔板(3)将进料侧的预分馏区的(4a，4b)部分与补充分馏区的A(5)部分分开。隔板(3)位于塔(2)中，在两个所述分馏区之间产生塔顶公共区(6)和塔底公共区(7)。
C5+含量降低(相对于进料)的中间流作为蒸气从4a区的上部塔板处离开，在公共区(6)的较低塔板处供应至补充分馏区(6，5，7)。所述塔板处的液体在(4a)和(5)区之间分布。得自公共区(7)的上部塔板的蒸气流也在(4a)和(5)区之间分布。
将在补充分馏区的A(5)部分中产生的富含炔属化合物的馏分作为侧流(11)移出，随后送至在氢化反应器(13)中的氢化反应催化剂床(12)内。该催化剂床为下流模式固定床，即引出馏分引入氢化反应器的顶部。通过管线(14)向氢化反应器中注入氢气。通过管线(15)回收炔属化合物耗减的流出物。在热交换器(16)中将炔属化合物耗减的所述流出物冷却，随后通过管线(17)循环至蒸馏塔(2)顶部的公共区(6)。
在塔(2)顶处，还通过管线(21)回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分。随后将所述馏分通过管线(21)送至冷凝器(22)，随后通过管线(23)送至分离器(24)。通过管线(25)将一部分所述C4馏分以回流液形式送至塔(2)。通过管线(26)回收C4馏分的其他部分。
通过管线(31)从塔(2)底回收富含低聚物的C5馏分。通过管线(32)将一部分所述C5馏分送至再沸器(33)，随后通过管线(34)循环至塔底。通过管线(35)回收C5馏分的其他部分。
图2包含已述图1的某些部件。更具体地讲，部件(1-7)、(21-26)和(31-35)已示于图1。
与图1相比，将在补充分馏区的A(5)部分的上部产生的包含炔属化合物的馏分直接送至氢化反应催化剂床(51)，所述催化剂床位于塔内部的A部分中，不在单独的氢化反应器内。
该催化剂床为下流模式固定床，即将富含炔属化合物的馏分通过催化剂床(51)的顶部引入。
通过管线(52)从下面向氢化反应催化剂床(51)中注入氢气。从催化剂床(51)的下面回收炔属化合物耗减的液体流出物，通过管线(56)在(4a，4b，5)区上方(例如高4或5块理论塔板)循环一部分该流出物，以增加塔的A(5)和B(4b，7)部分的炔属化合物耗减的内回流液。
通过管线(21)从塔(2)顶回收几乎所有的丁二烯。随后将所述馏分通过管线(21)送至冷凝器(22)，随后通过管线(23)送至分离器(24)。该分离器(24)顶上设有管线(53)，可吹扫过量的氢气。将一部分丁二烯以回流液的形式通过管线(25)送至塔(2)。通过管线(26)回收丁二烯的其他部分。
实施例1(现有技术)
按照现有技术方法(EP-A1-1 217 060)处理组成如下表1所述的得自蒸气裂化流出物的C4+C5进料。于64℃、0.60Mpa和30T/h的流速将该进料引入蒸馏塔。
该塔包含约40块理论塔板(根据塔板的类型，实际塔板为50-120块)，将进料引入第20块(理论)塔板。该塔保持在塔顶压力为0.50Mpa，塔底压力为0.53Mpa。塔内的温度保持在塔顶为45℃，塔底为95℃。
在塔顶回收包含丁二烯和约1200ppm炔属化合物的C4馏分。所述C4馏分的组成示于下表1。在冷凝和分离后，一部分所述馏分以回流液的形式再次引入塔顶，同时回收其他部分进行随后的处理，例如溶剂萃取。回流比(即再次引入塔顶的C4馏分部分与在塔顶回收的总C4馏分的比率)为2.2。
在第23块(理论)塔板处，作为侧流取出包含炔属化合物的引出馏分，在这种情况下，该塔中炔属化合物与丁二烯的浓度比基本最高，为0.025mol/mol。所述引出馏分的引出速率与进料速率相同。
将所述引出馏分引入供应氢气的氢化反应器中，分压条件基本相当于化学计量氢化所述炔属化合物的分压。所述反应器包含下流模式的氢化反应催化剂的固定床，即液体进料引入反应器的顶部。该氢化反应催化剂为钯-基的，在铝载体上用金稳定(0.2％重量的钯和0.6％重量的金)。该氢化反应器在以下条件下操作：
·绝对压力：0.50Mpa；
·温度：35℃；
·空速：4h-1；
·氢气流速：30kg/h。
回收炔属化合物耗减的流出物，冷却，随后循环至塔中第6块理论塔板处。进行冷却，使得所述流出物的温度与第6块理论塔板的温度大致相同。
炔属化合物耗减的流出物包含初始存在于进料中的烯属化合物、未被氢化的丁二烯以及在氢化反应区产生的低聚物。所述低聚物为较高分子量的产物，从塔底回收。从塔底移去包含所述化合物的C5馏分，其组成示于下表1。将一部分所述C5馏分引入再沸器，随后循环至塔底。
在该实施例中，选择进料至塔的高度(第20块塔板)、作为侧流取出引出馏分的高度(第23块塔板)以及氢化后的流出物循环的高度(第6块塔板)，使得C4馏分中炔属化合物的含量为1200ppm，同时1，3-丁二烯损耗最小。
表1
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  丙烷   0.01   0.01   0.00
  丙二烯   0.01   0.01   0.00
  丙炔   0.02   0.03   0.00
  异丁烷   0.27   0.40   0.00
  异丁烯   13.66   20.31   0.01
  1-丁烯   9.06   15.27   0.01
  1，3-丁二烯   32.52   46.99   0.04
  正丁烷   3.53   5.24   0.02
  反式-2-丁烯   4.26   7.06   0.06
  VAC   0.73   0.05   0.01
  顺式-2-丁烯   2.00   3.31   0.13
  1-丁炔   0.20   0.07   0.01
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  1，2-丁二烯   0.40   0.25   0.21
  异戊烷   1.67   0.11   4.87
  2-甲基-1-丁烯   3.21   0.15   9.46
  异戊二烯   9.52   0.34   28.28
  戊烷   3.33   0.09   9.94
  反式-2-戊烯   1.43   0.04   4.28
  1，3-环戊二烯   9.76   0.21   29.27
  环戊烯   0.48   0.01   1.45
  1-顺式-3-戊二烯   3.33   0.05   10.04
  环戊烷   0.60   0.01   1.82
  1，5-乙基-环己二烯   0.00   0.00   0.10
根据以下关系计算出乙烯基-炔属化合物(VAC)的转化率为0.95：
1-[(塔顶出口VAC的质量)/(入口VAC的质量)]
丁二烯损耗表示未从塔顶回收的丁二烯的量，即在加入丁二烯的氢化反应器中氢化为丁烯从而在塔底C5馏分中损耗的丁二烯。工业上重要的异构体1，3-丁二烯损耗为2.85％重量。
在塔顶C5含量为1.00％重量。
实施例2(根据本发明)
将组成与实施例1相同的C4+C5蒸气裂化进料送至图1的装置中。在与实施例1所述相同的压力和温度条件下，将该进料引入包含内壁的蒸馏塔。
将进料引入放置内壁的中部4(4a，4b)的第7块理论塔板，所述塔板为塔的第20块理论塔板。4部分包含10块理论塔板，该塔本身包含40块理论塔板。该塔保持在与实施例1所述相同的温度和压力条件下。
在塔顶回收包含丁二烯的C4馏分。所述C4馏分的组成示于下表2。如实施例1所述，在冷凝和分离后，一部分所述馏分以回流液的形式再次引入塔顶，同时回收其他部分进行随后的处理。与流出物的回流比为1.7。
在A(5)区的第3块理论塔板(塔的第16块理论塔板)处，作为侧流取出富含炔属化合物的引出馏分，炔属化合物与丁二烯的浓度比为0.030mol/mol。所述馏分的取出速率为30T/h，即与进料的供应速率相同。
在与实施例1所述相同的条件下，将富含炔属化合物的所述引出馏分引入供应氢气的氢化反应器中。
回收炔属化合物耗减的流出物，冷却，随后循环至塔顶公共区(6)的第6块理论塔板处。如实施例1所述，进行冷却，使得所述流出物的温度与第6块理论塔板的温度大致相同。
从塔底移去组成示于下表2的C5馏分。将一部分所述C5馏分引入再沸器，随后循环至塔底。
在该实施例中，选择进料至塔的高度(第20块塔板)、作为侧流取出引出馏分的高度(第16块塔板)以及氢化后的流出物循环的高度(第6块塔板)，使得1，3-丁二烯损耗为2.85％重量，相当于实施例1所得的损耗。
表2
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  丙烷   0.01   0.02   0.00
  丙二烯   0.01   0.01   0.00
  丙炔   0.02   0.03   0.00
  异丁烷   0.27   0.40   0.00
  异丁烯   13.66   20.44   0.03
  1-丁烯   9.06   15.33   0.03
  1，3-丁二烯   32.52   47.35   0.16
  正丁烷   3.53   5.27   0.03
  反式-2-丁烯   4.26   7.07   0.08
  VAC   0.73   0.05   0.02
  顺式-2-丁烯   2.00   3.38   0.09
  1-丁炔   0.20   0.06   0.01
  1，2-丁二烯   0.40   0.26   0.06
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  异戊烷   1.67   0.11   4.80
  2-甲基-1-丁烯   3.21   0.08   9.48
  异戊二烯   9.52   0.09   28.40
  戊烷   3.33   0.02   9.96
  反式-2-戊烯   1.43   0.01   4.28
  1，3-环戊二烯   9.76   0.02   29.25
  环戊烯   0.48   0.00   1.44
  1-顺式-3-戊二烯   3.33   0.00   9.99
  环戊烷   0.60   0.00   1.80
  1，5-乙基-环己二烯   0.00   0.00   0.09
使用实施例1中所述的关系计算出乙烯基-炔属化合物(VAC)的转化率为0.95。
在塔顶炔属化合物的量为1100ppm，1，3-丁二烯损耗与实施例1相同。
在塔顶C5含量为0.33％重量。
移出的流出物的C4/C5+(C4/C5)比率比实施例1高30％以上，说明为低聚物和聚合物前体的戊二烯和环戊二烯的量显著下降。低聚物和聚合物以及可能存在于进料中的痕量的C6+的量也大大下降。因此显著改进了氢化反应催化剂的使用寿命和选择性。
实施例3(根据本发明)
使用实施例2的装置，但不是为了使1，3-丁二烯损耗与实施例1相同，而是使塔顶炔属化合物的量保持与实施例1相同，即1200ppm。
将组成与实施例1相同的C4+C5蒸气裂化进料送至图1的装置中。在与实施例2所述相同的压力和温度条件下，将该进料引入包含内壁的蒸馏塔。
如实施例2所述，将进料引入塔的第20块理论塔板，该塔包含40块理论塔板。将该塔保持在与实施例2所述相同的温度和压力条件下。
在塔顶回收包含丁二烯的C4馏分，其组成示于下表3。回流比为1.8。
在第16块塔板处，作为侧流取出引出馏分，炔属化合物与丁二烯的浓度比为0.03mol/mol。如实施例2所述，所述馏分的取出速率为30T/h。
在与实施例1和2所述相同的条件下，将富含炔属化合物的所述馏分引入供应氢气的氢化反应器中。
回收炔属化合物耗减的流出物，冷却，随后循环至塔顶公共区的第6块理论塔板处。如实施例1和2所述，进行冷却，使得所述流出物的温度与第6块理论塔板的温度大致相同。
从塔底移去组成示于下表3的C5馏分。将一部分所述C5馏分引入再沸器，随后循环至塔底。
塔顶和塔底的组成示于下表3。
表3
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  丙烷   0.01   0.02   0.00
  丙二烯   0.01   0.01   0.00
  丙炔   0.02   0.03   0.00
  异丁烷   0.27   0.40   0.00
  异丁烯   13.66   20.43   0.03
  1-丁烯   9.06   15.31   0.03
  1，3-丁二烯   32.52   47.32   0.16
  正丁烷   3.53   5.27   0.03
  反式-2-丁烯   4.26   7.07   0.08
  VAC   0.73   0.05   0.02
  顺式-2-丁烯   2.00   3.38   0.08
  1-丁炔   0.20   0.07   0.01
  1，2-丁二烯   0.40   0.27   0.06
  异戊烷   1.67   0.13   4.77
  2-甲基-1-丁烯   3.21   0.09   9.46
  异戊二烯   9.52   0.10   28.40
  相；％重量   液体进料   C4，塔顶液体馏分   C5，塔底液体馏分
  戊烷   3.33   0.02   9.96
  反式-2-戊烯   1.43   0.01   4.28
  1，3-环戊二烯   9.76   0.03   29.27
  环戊烯   0.48   0.00   1.44
  1-顺式-3-戊二烯   3.33   0.00   10.00
  环戊烷   0.60   0.00   1.80
  1，5-乙基-环己二烯   0.00   0.00   0.10
1，3-丁二烯损耗为2.75％。在塔顶C5含量为0.38％重量。C4/C5比率增加的比例与实施例2相同。
使用氢化反应器，在与现有技术相同的转化条件下操作，本发明可：
·降低送至氢化反应的低聚物和聚合物前体和/或低聚物和聚合物的量，因此改进所述催化剂的活性、通常的选择性以及使用寿命；
·对于恒定的总转化率，可提高该方法的总选择性；和
·对于恒定的总选择性，可提高该方法的总转化率。

Claims (9)

1.一种处理包含炔属化合物、丁二烯以及包含二烯属化合物和/或炔属化合物的C5+馏分的进料的方法，其中：i)将进料送至蒸馏塔中进行蒸馏步骤，从所述塔的塔顶回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分，回收富含C5+的馏分，产生包含炔属化合物的引出馏分；
ii)对至少一部分所述引出馏分进行至少一个氢化步骤；和
iii)将得自氢化步骤的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏步骤；
其特征在于所述蒸馏步骤包括：
●预分馏进料的初始步骤，将进料供应至包含在蒸馏塔中的预分馏区(4a，4b，6，7)，在塔的一个或多个中间位置得到至少一股C5+含量降低的中间流；和
●至少一个蒸馏一股或多股中间流的分馏步骤，该步骤在补充分馏区中进行，补充分馏区的至少A(5)部分与由进料塔板和较低塔板组成的预分馏区的B(4b，7)部分不同且不相邻，从塔中高于进料点的A中某点取出引出馏分，其中C4与C5+的摩尔比高于进料的摩尔比；
其特征还在于将得自氢化步骤的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏塔中高于取出所述引出馏分且高于所述A和B部分的高度。
2.权利要求1的方法，其中所述A部分由位于进料以上的所述塔的部分组成。
3.权利要求1的方法，其中所述蒸馏塔包括使得将补充分馏区的所述A部分与所述B部分分开的隔板，使得预分馏区(4a，4b，6，7)和补充分馏区(5，6，7)包含至少一个公共区(6，7)。
4.权利要求3的方法，其中所述隔板位于塔的中心部分，使得在塔顶形成公共区(6)，在塔底形成公共区(7)，
●从塔顶的公共区(6)回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分；
●从塔底的公共区(7)回收富含C5+的馏分；和
●在塔的中部，在补充分馏区的所述A(5)部分中产生引出馏分。
5.权利要求1-4中任一项的方法，其中所述引出馏分作为侧流从补充分馏区的所述A(5)部分的上半部分通过取出回收。
6.权利要求3或4的方法，其中在氢气存在下，将所述中间流直接送至催化剂床，所述催化剂床位于补充分馏区的所述A部分中，位于所述A部分的上部理论塔板下方。
7.权利要求3或4的方法，其中将炔属化合物耗减的流出物循环至位于塔顶的公共区。    
8.权利要求1的方法，其中所述C5+馏分包含戊二烯和/或环戊二烯。
9.一种处理包含炔属化合物、丁二烯以及包含二烯属化合物和/或炔属化合物的C5+馏分的进料的装置，所述装置包含：
●蒸馏塔(2)，所述塔配备进料装置(1)、从塔顶回收包含几乎所有丁二烯的C4馏分的装置(24，26)和回收富含C5+的馏分的装置(31，35)，所述蒸馏塔还允许产生包含炔属化合物的引出馏分；
其中所述蒸馏塔包括：
a)与进料装置相连的预分馏区(4a，4b，6，7)，在塔的至少一个中间位置产生至少一股包含炔属化合物的中间流；和
b)将预分馏区中产生的C5+含量降低的至少一股中间流转移至至少一个补充分馏区(5，6，7)的装置，所述补充分馏区的至少A(5)部分与由进料塔板和较低塔板组成的预分馏区的B(4b，7)部分不同且不相邻，A部分还包括从A中某点取出C4与C5+的摩尔比高于进料的摩尔比的引出馏分的装置，所述取出装置位于比进料装置高的高度，并与氢化反应装置相连；
●氢化所述引出馏分的装置(12，13)；和
●将来自氢化反应装置的炔属化合物耗减的流出物循环至蒸馏塔的装置(17)，流出物循环至蒸馏塔中高于取出所述引出馏分且高于所述A和B部分的高度。
CN2005800182884A 2004-04-09 2005-03-22 处理含丁二烯的进料的方法与装置 Expired - Fee Related CN1965063B (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FR0403822 2004-04-09
FR0403822A FR2868789B1 (fr) 2004-04-09 2004-04-09 Procede et dispositif de traitement d'une charge comportant du butadiene
PCT/FR2005/000698 WO2005108529A1 (fr) 2004-04-09 2005-03-22 Procede et dispositif de traitement d'une charge comportant du butadiene

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1965063A CN1965063A (zh) 2007-05-16
CN1965063B true CN1965063B (zh) 2010-06-23

Family

ID=34946579

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN2005800182884A Expired - Fee Related CN1965063B (zh) 2004-04-09 2005-03-22 处理含丁二烯的进料的方法与装置

Country Status (10)

Country Link
US (1) US7935855B2 (zh)
EP (1) EP1737934B1 (zh)
JP (1) JP4834658B2 (zh)
KR (1) KR101145939B1 (zh)
CN (1) CN1965063B (zh)
AT (1) ATE446352T1 (zh)
DE (1) DE602005017258D1 (zh)
FR (1) FR2868789B1 (zh)
TW (1) TWI364452B (zh)
WO (1) WO2005108529A1 (zh)

Families Citing this family (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN102381920B (zh) * 2010-09-03 2013-08-14 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
BR112013005514B1 (pt) * 2010-09-24 2021-10-26 Dow Global Technologies Llc Processo para produção de uma mistura de isômeros de diisocianato de difenil metileno (mdi
US20120149957A1 (en) * 2010-12-10 2012-06-14 Uop, Llc Apparatus and process for oligomerizing one or more hydrocarbons
EP2785685B1 (en) * 2011-11-30 2017-09-27 Dow Global Technologies LLC Process for the production of methylene diphenyl diisocyanate isomer mixtures with high 2,4'- methylene diphenyl diisocyanate purity
BR112015007589A2 (pt) * 2012-10-04 2017-07-04 Lummus Technology Inc processo de extração de butadieno
US9266795B2 (en) * 2013-03-28 2016-02-23 Uop Llc Process for the purification of 1,3-butadiene from an oxidative dehydrogenation process
WO2017100200A1 (en) * 2015-12-07 2017-06-15 Uop Llc Multi-stage selective hydrogenation process for processing of butadiene extraction unit
CN114478161A (zh) * 2020-10-23 2022-05-13 中国石油化工股份有限公司 混合c4物流选择加氢的装置和方法
CN114471375B (zh) * 2020-10-23 2023-02-24 中国石油化工股份有限公司 混合c4物流全加氢的装置和方法

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0982280B1 (de) * 1998-08-27 2002-06-05 BP Köln GmbH Verfahren zur Gewinnung von Butadien-1,2
CN1433392A (zh) * 2000-05-09 2003-07-30 巴斯福股份公司 C4馏分的加工
EP1217060B1 (fr) * 2000-12-21 2006-08-09 Institut Francais Du Petrole Procédé de traitement d'hydrocarbures C4 comportant du butadiène et des composés acétyléniques comprenant des étapes de distillation et d'hydrogénation sélective

Family Cites Families (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE3302525A1 (de) * 1983-01-26 1984-07-26 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Destillationskolonne zur destillativen zerlegung eines aus mehreren fraktionen bestehenden zulaufproduktes
FR2743079B1 (fr) * 1995-12-27 1998-02-06 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif d'hydrogenation selective par distillation catalytique comportant une zone reactionnelle a co-courant ascendant liquide-gaz
GB0016040D0 (en) * 2000-06-29 2000-08-23 Glaxo Group Ltd Novel process for preparing crystalline particles
DE10056841A1 (de) * 2000-11-16 2002-05-23 Basf Ag Verfahren und Vorrichtung zur destillativen Gewinnung von 1,3-Reinbutadien aus 1,3-Rohbutadien

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
EP0982280B1 (de) * 1998-08-27 2002-06-05 BP Köln GmbH Verfahren zur Gewinnung von Butadien-1,2
CN1433392A (zh) * 2000-05-09 2003-07-30 巴斯福股份公司 C4馏分的加工
EP1217060B1 (fr) * 2000-12-21 2006-08-09 Institut Francais Du Petrole Procédé de traitement d'hydrocarbures C4 comportant du butadiène et des composés acétyléniques comprenant des étapes de distillation et d'hydrogénation sélective

Also Published As

Publication number Publication date
ATE446352T1 (de) 2009-11-15
CN1965063A (zh) 2007-05-16
FR2868789A1 (fr) 2005-10-14
EP1737934B1 (fr) 2009-10-21
TWI364452B (en) 2012-05-21
US20080119675A1 (en) 2008-05-22
US7935855B2 (en) 2011-05-03
KR20070036741A (ko) 2007-04-03
JP4834658B2 (ja) 2011-12-14
DE602005017258D1 (de) 2009-12-03
WO2005108529A1 (fr) 2005-11-17
TW200613539A (en) 2006-05-01
KR101145939B1 (ko) 2012-05-15
JP2007532709A (ja) 2007-11-15
EP1737934A1 (fr) 2007-01-03
FR2868789B1 (fr) 2008-09-26

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1965063B (zh) 处理含丁二烯的进料的方法与装置
US6759562B2 (en) Olefin plant recovery system employing a combination of catalytic distillation and fixed bed catalytic steps
JP5327485B2 (ja) アセチレン転換を用いた原油ｃ４留分からの１，３−ブタジエン分離方法
KR100312091B1 (ko) 촉매 증류를 이용하는 올레핀 플랜트 회수 시스템
KR100337964B1 (ko) 올레핀 플랜트에서 무거운 불포화물의 촉매 증류 및수소화
CN1433392A (zh) C4馏分的加工
CN102781892A (zh) 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
JP4340802B2 (ja) 蒸留工程と選択的水素化工程とを含む、ブタジエンおよびアセチレン系化合物を含むｃ４炭化水素の処理方法
CN1711226A (zh) 选择性氢化炔羟的方法
US6358399B1 (en) Process for separating ethane and ethylene by solvent absorption and hydrogenation of the solvent phase
KR100589637B1 (ko) 수소화 장치 및 방법
JPH11512714A (ja) ビニル芳香族単量体の蒸留
JP7189320B2 (ja) Ｃ４流からイソブテンを精製する方法及び精製するための処理設備
CA2553962C (en) Improved olefin plant recovery system employing a combination of catalytic distillation and fixed bed catalytic steps
KR101291651B1 (ko) 이소부텐 및 부텐-1의 제조 방법 및 제조 장치
US20220340504A1 (en) Upgrading streams comprising c3 and c4 hydrocarbons
CN113461473B (zh) 对二甲苯的生产装置和生产方法
KR101048964B1 (ko) 알킨의 선택적 수소첨가방법
CN114555546A (zh) 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
WO2022232276A2 (en) Hydrogenation of acetylenes in a hydrocarbon stream
KR100825662B1 (ko) 촉매 증류단계와 고정층 촉매 단계를 조합하여 사용하는개선된 올레핀 플랜트 회수 시스템
MXPA06008045A (es) Sistema de recuperacion de planta de olefina mejorado que emplea una combinacion de etapas cataliticas de lecho fijo y destilacion catalitica
MXPA99007567A (en) Olefin plant recovery system employing catalytic distillation

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C14 Grant of patent or utility model
GR01 Patent grant
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee
CF01 Termination of patent right due to non-payment of annual fee

Granted publication date: 20100623

Termination date: 20200322