专利名称：一种丁二烯-1,3抽提工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种丁二烯-1，3 (Butadiene, CH2=CH-CH=CH2)抽提工艺，该工 艺以乙烯装置送来的C4馏分为原料，在原有丁二烯抽提装置内增加一个炔烃精 馏塔，实现提高丁二烯抽提装置收率；且在增加炔烃精馏塔的基础上，适当调 整第一萃取精馏塔和第二精馏塔的工艺条件实现提高丁二烯抽提装置的生产能 力。
背景技术：
丁二烯-1， 3是一种重要的石油化工基础有机原料和合成橡胶单体，是C4馏 分中最重要的组分之一，在石油化工烯烃原料中的地位仅次于乙烯和丙烯。由 于其分子中含有共轭双键，可以发生取代、加成、环化和聚合等反应，使得其 在合成橡胶和有机合成等方面具有广泛的用途，可以合成顺丁橡胶(BR)、 丁苯 橡胶(SBR)、 丁腈橡胶、苯乙烯-丁二烯-苯乙烯弹性体(SBS)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)树脂等多种橡胶产品，此外还可用于生产己二腈、己二胺、尼龙66、 1， 4-丁二醇等有机化工产品以及用作粘接剂、汽油添加剂等，用途十分广泛。工业上丁二烯-1， 3的来源主要有两种， 一种是从炼油厂C4馏分经脱氢、抽 提得到。该方法目前只在一些丁垸、丁烯资源丰富的少数几个国家采用。产量 约占8%。另外一种是从乙烯裂解装置副产的混合C4馏分中抽提得到。这种方法 价格低廉，经济上占优势，是目前世界上丁二烯-1， 3的主要来源，产量约占92%。以乙烯裂解装置副产混合C4馏分为原料的分离丁二烯-1, 3的工艺-丁二烯 -1，3抽提工艺，根据所用溶剂的不同，分为乙腈工艺(ACN工艺)、二甲基甲酰 胺工艺(DMF工艺)和N-甲基吡咯垸酮工艺(丽P工艺)3种。乙腈工艺(ACN工艺)、二甲基甲酰胺工艺(DMF工艺)和N-甲基吡咯烷酮工艺 (丽P工艺)丁二烯-1，3抽提，丁二烯_1，3收率97%左右。其余3%左右的丁二 烯-1，3,除丁二烯二聚物外，分别由丁垸丁烯馏分、乙烯基乙炔尾气、甲基乙 炔尾气和第二精馏塔底排放的废C4C5带走。考虑到丁二烯抽提装置的建设投资 和日常运转费用的合理性，在装置设计和实际生产过程中，丁烷丁烯、乙烯基乙炔尾气、甲基乙炔尾气以及第二精馏塔底排放的废C4C5中的丁二烯-1， 3的含 量指标都是确定的；且乙烯基乙炔尾气和甲基乙炔尾气中损失的丁二烯-1,3量 还与C4原料中乙烯基乙炔和甲基乙炔含量有关。C4原料中乙烯基乙炔和甲基乙 炔含量越高丁二烯-1， 3损失越大。由于乙烯基乙炔尾气所损失的丁二烯-1, 3量 在整个丁二烯-1,3损失量中所占的比重较大，为了减少丁二烯-l，3损失，现有技术大多采取的措施是提高乙烯基乙炔尾气中乙烯基乙炔含量以降低丁二烯 -1，3含量；同时为了保证安全，加入丁烷丁烯馏分进行稀释。尽管此措施有一 定效果，但仍未有大的改观，丁二烯-l，3损失量还相当大。随着汽车工业的发展，汽车轮胎等橡胶制品的需求量不断增加，作为生产 橡胶的主要原料丁二烯-1， 3的需求量也日益增加，因此现有不少厂家在挖掘丁 二烯抽提装置的潜力，生产负荷越来越大，甚至不惜增加丁二烯-1,3的损失量 而超负荷生产。既便如此，仍然有许多满足不了生产发展需要的单位投资兴建 新的丁二烯抽提装置，而且新建的丁二烯抽提装置的规模更趋于大型化。同一 单位建有2套或3套丁二烯抽提装置的情况也有。鉴于丁二烯-1， 3的需求量越来越大，新建丁二烯抽提装置固然是一条途径， 但其投资大、周期长。中国现有丁二烯抽提装置约20套，全世界现有丁二烯抽 提装置约100套。因此，通过对现有丁二烯装置的技术改造，挖掘原有丁二烯 抽提装置潜力，提高原有丁二烯抽提装置收率和生产能力，不失为增加丁二烯 -1，3产量的另一途径，而且是投资小、见效快的有效途径。 发明内容本发明的目的在于提供一种丁二烯-1，3抽提工艺，该工艺通过在原有丁二 烯抽提装置内增加一个炔烃精馏塔及适当调整第一萃取精馏塔和第二精馏塔的 工艺条件实现提高丁二烯抽提装置收率和生产能力。本发明的目的是通过以下技术方案实现的 一种丁二烯-1，3抽提工艺，包括第一萃取精馏工序、第二萃取精馏工序、精馏工序，还包括炔烃精馏工序，所述丁二烯-1， 3抽提工艺有如下步骤A、第一萃取精馏工序C4原料进第一萃取精馏塔中部，由所述第一萃取精馏塔顶部加入溶剂，经萃取精馏，丁烷丁烯从塔顶分离出去，丁二烯-1，3、反 丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔和溶剂从塔底出来进入 第一汽提塔，经分离，丁二烯-1,3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1,2、 丁炔-1、乙烯基乙炔从所述第一汽提塔塔顶出去，溶剂由塔底出来；B、 第二萃取精馏工序所述第一汽提塔顶部出去的丁二烯-1，3、反丁烯-2、 顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔经压縮机升压后进第二萃取精馏 塔下部，溶剂由所述第二萃取精馏塔顶部加入，经萃取精馏，粗丁二烯从塔顶 出去，釜液由塔底出来进丁二烯回收塔，经分离由所述丁二烯回收塔顶出去的 丁二烯-1，3进所述压縮机，釜液由塔底出来进第二汽提塔，经分离乙烯基乙炔 尾气由第二汽提塔塔顶排出，溶剂由塔底出来；C、 精馏工序第二萃取精馏塔顶出来的粗丁二烯进第一精馏塔上部，经分 离，第一精馏塔顶部出甲基乙炔尾气，塔底排出物料进第二精馏塔上部，经 分离，所述第二精馏塔顶部采出丁二烯-1，3产品，塔底排出废C4C5进蒸发器， 除去阻聚剂后进入第二汽提塔顶部稀释乙烯基乙炔尾气；D、 炔烃精馏工序步骤A分离出的丁垸丁烯部分进炔烃精馏塔顶部，步骤 B分离出的乙烯基乙炔尾气进炔烃精馏塔下部，步骤C分离出的甲基乙炔尾气进 炔烃精馏塔上部，经再分离，丁二烯-1,3从所述炔烃精馏塔中部侧线采出经进 料蒸发罐返回第一萃取精馏塔，甲基乙炔气从所述炔烃精馏塔塔顶出去，乙烯 基乙炔残液从塔底出去。所述的丁二烯-1， 3抽提工艺，在步骤A中降低第一萃取精馏塔的溶剂比、 回流比，使第一萃取精馏塔底分离出来的反丁烯-2含量为0. 1-0. 15%，顺丁烯 -2含量为3. 0-3. 5%，在步骤C中，增加第二精馏塔底废C4C5的排放量，使其 中丁二烯-1， 3含量为10-15%。本发明与现有技术相比有如下优点1、现有技术丁二烯抽提工艺排放的甲基乙炔尾气中甲基乙炔含量约35%， 丁二烯-1， 3含量约65%;乙烯基乙炔尾气中乙烯基乙炔含量约50%， 丁二烯-1,3 含量约30%;废C4C5中丁二烯-l，3含量约5y。；本发明的炔烃精馏塔对甲基乙炔 尾气、乙烯基乙炔尾气和废C4C5进行再分离后，由炔烃精馏塔顶排出的甲基乙 炔气中丁二烯-1，3含量降至约10%，炔烃精馏塔底排出的乙烯基乙炔残液中丁 二烯-1， 3含量降至约1%;废C4C5经去除阻聚剂后用于稀释乙烯基乙炔尾气(现 有技术用丁烷丁烯稀释乙烯基乙炔尾气)，废C4C5中的大部分丁二烯-l，3也能 得到回收；经炔烃精馏塔再分离后，甲基乙炔尾气、乙烯基乙炔尾气和废C4C5 中丁二烯-1， 3总量的85%以上可得到回收，丁二烯-1， 3收率可以提高1 2%。2、 本发明通过增加炔烃精馏塔把甲基乙炔尾气、乙烯基乙炔尾气和废C4C5 进行再分离；且适当降低第一萃取精馏塔的溶剂比、回流比，放宽第一萃取精馏 塔底反丁烯-2和顺丁烯-2的质量控制指标，适当增加第二精馏塔底釜液排放量， 放宽第二精馏塔底丁二烯质量控制指标，提高C4原料进料量，装置的生产能力 可提高10%左右。3、 现有技术的丁二烯抽提装置，规模最小的可达到年产丁二烯-1， 3 2万吨， 规模最大的可达到年产丁二烯-1， 3 54万吨；以年产丁二烯-1，3 IO万吨能力的 丁二烯抽提装置为例，丁二烯-1, 3的收率提高1 %，可增产丁二烯-1， 3 1000吨； 丁二烯-1， 3的收率提高2%，可增产丁二烯-1， 3 2000吨。C4原料的处理能力提 高10%，可增产丁二烯-1，3 10000吨。合计可实现总增产丁二烯-l，3 11100 12200吨，同时降低丁二烯-l，3的单位能耗和原材料消耗；大大提高了经济效 益。不同规模的丁二烯抽提装置增加炔烃精馏塔，投入费用相差不多，而效益 几乎与装置规模大小成正比，产出是投入的数倍至数十倍。4、 现有技术为减少丁二烯-1，3损失，采取的措施是提高第二汽提塔顶乙烯 基乙炔尾气中乙烯基乙炔含量以降低丁二烯-l，3含量，同时为了保证安全，需 加入丁烷丁烯进行稀释；经稀释后，乙烯基乙炔尾气中乙烯基乙炔浓度(浓度 50%以下)、分压(0.075Mpa以下)可在安全操作范围内；无论乙烯基乙炔尾气 是否用丁烷丁烯稀释，排出的乙烯基乙炔尾气大都送入火炬烧掉；有可利用的 还须增加设备和运转费用的投入，使用效果不够好；本发明用除去阻聚剂的废 C4C5代替丁烷丁烯稀释乙烯基乙炔尾气，废C4C5的稀释量比丁垸丁烯的稀释量 大，因此，炔烃精馏塔底排放的乙烯基乙炔残液符合安全要求，可用于燃料； 以乙烯裂解装置副产的混合C4馏分为原料的丁二烯-1， 3抽提工艺中，C4原料 中的乙烯基乙炔含量一般为0.5-1.0%，平均约0.8%,仍以年生产丁二烯-l，3 10 万吨能力的丁二烯抽提装置为例，实施本发明后，年减少乙烯基乙炔尾气排放 量约3400吨，减少了环境污染，节约了能源，节能减排效果显著。
图1为本发明的一种丁二烯-1， 3抽提工艺流程图； 图2为现有技术的丁二烯-1， 3抽提工艺流程图。
具体实施方式
下面结合实施例对本发明作一详细描述。乙烯装置来的C4馏分，通常有水、丙垸、丙炔(甲基乙炔)、异丁垸、正丁垸、异丁烯、正丁烯、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，3、 丁二烯-1,2、 丁炔-1 (乙基乙炔)、乙烯基乙炔、二甲基丁烯-1、三甲基丁烯-l和碳五(C5)。 经丁二烯抽提装置分离后，最终的目的产品是丁二烯-1，3，其他组份均被分离 出去。产品丁二烯-l，3的质量指标是纯度》99.5%，乙烯基乙炔和丁炔-1 (乙 基乙炔)《20卯m，水《20ppm。以乙烯装置来的C4馏分为原料的丁二烯-1， 3 (Butadiene, CH2=CH-CH=CH2) 抽提有3种工艺路线CAN工艺、DMF工艺和丽P工艺。3种工艺有所不同，但 功能相同，分离组份相同，目的产品相同，去除的杂质相同，包括甲基乙炔尾 气、乙烯基乙炔尾气和废C4C5的组成及出路也基本相同。为简便清晰，仅以DMF 工艺为例对本发明作一详细描述。实施例l:参见图1和图2， 一种丁二烯-l，3抽提工艺，包括第一萃取精馏 工序、第二萃取精馏工序、精馏工序，还包括炔烃精馏工序，所述丁二烯-1，3 抽提工艺有如下步骤A、 第一萃取精馏工序C4原料进第一萃取精馏塔中部，由所述第一萃取精 馏塔顶部加入溶剂，经萃取精馏，丁烷丁烯从所述第一萃取精馏塔塔顶分离出 去，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔(除 丁二烯-1,3以外的组分都是少量的)和溶剂从塔底出来进入第一汽提塔，经分 离，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔从 所述第一汽提塔塔顶出去，进入第二萃取精馏塔，溶剂由所述第一汽提塔塔底 出来；在溶剂作用下，凡与丁二烯-l，3相比其相对挥发度高于1.0的组分，都在 该工序通过第一萃取精馏塔除去，而丁二烯-1， 3及与丁二烯-1， 3相比其相对挥 发度低于1.0的组分，则和溶剂一道从所述第一萃取精馏塔塔底出来，然后进 入第一汽提塔。丁垸丁烯中丁二烯-1，3含量控制指标《0.3%，第一萃取精馏塔底出来的与 丁二烯-1,3相比其相对挥发度低于1.0的组分中的反丁烯-2含量控制指标《 0.05%，顺丁烯_2含量控制指标《2.5%。第一萃取精馏塔顶压力0. 39Mpa，塔顶 温度42。C，塔底温度130。C;第一汽提塔塔顶压力0.015Mpa，塔底温度163。C。B、 第二萃取精馏工序所述第一汽提塔顶部出去的丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔经压縮机升压后进第二萃取精馏 塔下部，溶剂由所述第二萃取精馏塔顶部加入，经萃取精馏，粗丁二烯(丁二 烯-1,3及少量的反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、甲基乙炔)从所述第二萃 取精馏塔塔顶出去，进第一精馏塔(在溶剂作用下，凡与丁二烯-1，3相比其相 对挥发度低于1.0的组分，都在该工序通过第二萃取精馏塔除去，如乙烯基乙 炔、乙基乙炔、丁二烯-1,2、 C5等)，釜液由塔底出来进丁二烯回收塔，经分离 由所述丁二烯回收塔顶出去的丁二烯-1，3进所述压縮机，经压縮机升压后循环 进第一、二萃取精馏塔，丁二烯回收塔釜液由塔底出来进第二汽提塔，经分离 乙烯基乙炔尾气由第二汽提塔顶排出，溶剂由塔底出来；由第一、第二汽提塔底出来的溶剂可以直接返回第一、第二萃取精馏塔循 环使用；若溶剂中含有较多的杂质，如水、丁二烯二聚物、焦油等，则需要将 一定比例(例如1%)的溶剂进行净化处理后再返回第一、第二萃取精馏塔循环 使用；现有技术通过溶剂回收塔和溶剂再生釜除去溶剂中的水、丁二烯二聚物、 焦油等，确保进入萃取精馏塔的溶剂质量。溶剂回收塔除去比溶剂沸点低的物 质，如水和丁二烯二聚物；溶剂再生釜除去比溶剂沸点高的物质，如焦油等。第二萃取精馏塔顶分离出来的粗丁二烯中乙烯基乙炔控制指标《5ppm。乙 烯基乙炔尾气中含有相当数量丁二烯-1，3 (约30%)，为减少丁二烯-l,3损失， 可提高乙烯基乙炔尾气中乙烯基乙炔的含量，同时为了保证安全，现有技术通 常将丁垸丁烯通入第二汽提塔顶稀释乙烯基乙炔尾气，本实施例采用除去阻聚 剂的废C4C5气体进入第二汽提塔顶部(代替现有技术的丁烷丁烯)稀释乙烯基 乙炔尾气。第二萃取精馏塔塔顶压力0. 35Mpa，塔顶温度4rC,塔底温度125-135°C， 丁二烯回收塔塔顶压力0.015Mpa，塔底温度120-145°C，第二汽提塔塔顶压力 0.01Mpa，塔顶温度100-130°C，塔底温度163'C。C、精馏工序第二萃取精馏塔顶出来的粗丁二烯进第一精馏塔上部，经分 离，第一精馏塔顶部出甲基乙炔尾气，塔底排出物料进第二精馏塔上部，经 分离，所述第二精馏塔顶部采出丁二烯-1，3产品，塔底排出废C4C5进蒸发器，除去阻聚剂后进入第二汽提塔顶部稀释乙烯基乙炔尾气；第一、第二萃取精馏工序未能除去的少量杂质即与丁二烯-l，3相比其相对挥发度接近于1. o的组分，在该工序除去。甲基乙炔尾气进炔烃精馏塔上部。 甲基乙炔尾气中甲基乙炔含量35%, 丁二烯-1， 3含量65%。产品丁二烯-1， 3的 质量指标丁二烯-1， 3含量》99. 5%、乙烯基乙炔和丁炔-1 (乙基乙炔)《20卯m， 水《20ppm。第二精馏塔底部排出废C4C5，进入废C4C5蒸发器去阻聚剂，除去阻聚剂的 废C4C5 (气相)进入第二汽提塔顶部(代替现有技术的丁烷丁烯)稀释乙烯基 乙炔尾气，残液用于燃料油；废C4C5气体中丁二烯-1，3含量控制指标《5X。第一精馏塔顶压力0. 42Mpa，塔顶温度41.8'C，塔底温度50'C，第二精馏 塔塔顶压力0.4Mpa，塔顶温度44.8'C，塔底温度62°。。D、炔烃精馏工序步骤A分离出的丁烷丁烯部分(与甲基乙炔尾气量相当) 进炔烃精馏塔顶部，步骤B分离出的乙烯基乙炔尾气(除去阻聚剂的废C4C5稀 释的乙烯基乙炔尾气)进炔烃精馏塔下部，步骤C分离出的甲基乙炔尾气进炔 烃精馏塔上部，经再分离，丁二烯-1，3从所述炔烃精馏塔中部侧线采出经进料 蒸发罐返回第一萃取精馏塔，甲基乙炔气从所述炔烃精馏塔塔顶出去，乙烯基 乙炔残液从塔底出去。在本实施例中，根据物料组成及分离要求，丁烷丁烯、甲基乙炔尾气和乙 烯基乙炔尾气分三个进料口分别进入炔烃精馏塔。炔烃精馏塔对丁烷丁烯、乙烯基乙炔尾气和甲基乙炔尾气进行再分离。进 料甲基乙炔尾气中甲基乙炔约35%, 丁二烯-1，3约65%;乙烯基乙炔尾气中乙烯 基乙炔约50%， 丁二烯-1,3约30%;经炔烃精馏塔再分离后，排出的甲基乙炔气 体和乙烯基乙炔残液的组成得到了重整丁垸丁烯等取代了甲基乙炔尾气中丁 二烯-1，3，(废C4C5中的)顺丁烯-2等取代了乙烯基乙炔尾气的丁二烯-1,3， 废C4C5气体通过稀释乙烯基乙炔尾气与乙烯基乙炔尾气一起进入炔烃精馏塔进 行再分离，其中的大部分丁二烯-1，3也得到了回收。经计算，经炔烃精馏塔再 分离后，炔烃精馏塔顶排出的甲基乙炔气中含丁二烯-1,3约10%，去火炬燃烧 (常规方法回收困难)；炔烃精馏塔底排出的乙烯基乙炔残液中含丁二烯-1, 3约 1%用做燃料；从炔烃精馏塔中部侧线采出的丁二烯-1,3经进料蒸发罐进入第一 萃取精馏塔。侧线采出的丁二烯-1， 3量占进入炔烃精馏塔的丁二烯-1， 3总量的 85%以上。炔烃精馏塔塔顶压力约0.4Mpa，塔顶温度约4(TC左右。本实施例所述的炔烃精馏塔为填料塔，采用高效丝网规整填料。实施例2:为了在提高收率的基础上提高丁二烯-1，3的生产能力，本实施 例在实施例1的基础上对工艺条件进行了适当的调整。一种丁二烯-1， 3抽提工艺，包括第一萃取精馏工序、第二萃取精馏工序、精馏工序，还包括炔烃精馏工序，所述丁二烯-1， 3抽提工艺有如下步骤A、 第一萃取精馏工序C4原料进第一萃取精馏塔中部，由所述第一萃取精馏塔顶部加入溶剂，经萃取精馏，丁垸丁烯从所述第一萃取精馏塔塔顶分离出去，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1,2、 丁炔-1、乙烯基乙炔和 溶剂从塔底出来进入第一汽提塔，经分离，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔从所述第一汽提塔塔顶出去，进入第二萃取 精馏塔，溶剂由所述第一汽提塔塔底出来；本实施例在该步骤适当降低第一萃取精馏塔的溶剂比、回流比，使第一萃 取精馏塔底分离出来的反丁烯-2含量为0.1-0. 15%，顺丁烯-2含量为3. 0-3. 5%。B、 第二萃取精馏工序所述第一汽提塔顶部出去的丁二烯-1,3、反丁烯-2、 顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、 丁炔-1、乙烯基乙炔经压縮机升压后进第二萃取精馏 塔下部，溶剂由所述第二萃取精馏塔顶部加入，经萃取精馏，粗丁二烯(丁二 烯-1，3及少量的反丁烯-2、顺丁烯-2、 丁二烯-1，2、甲基乙炔)从塔顶出去， 进第一精馏塔(在溶剂作用下，凡与丁二烯-1，3相比其相对挥发度低于1.0的 组分，都在该工序通过第二萃取精馏塔除去，如乙烯基乙炔、乙基乙炔、丁二 烯-1,2、 C5等)，釜液由塔底出来进丁二烯回收塔，经分离由所述丁二烯回收塔 顶出去的丁二烯-1，3进所述压縮机，经压縮机升压后循环进第一、二萃取精馏 塔，丁二烯回收塔釜液由塔底出来进第二汽提塔，经分离乙烯基乙炔尾气由第 二汽提塔顶排出，溶剂由塔底出来；C、 精馏工序第二萃取精馏塔顶出来的粗丁二烯进第一精馏塔上部，经分 离，第一精馏塔顶部出甲基乙炔尾气，塔底排出物料进第二精馏塔上部，经 分离，所述第二精馏塔顶部采出丁二烯-1，3产品，塔底排出废C4C5进蒸发器， 除去阻聚剂后进入第二汽提塔顶部稀释乙烯基乙炔尾气；本实施例在该步骤适当增加第二精馏塔底废C4C5的排放量，使其中丁二烯 -1，3含量为10-15%。D、 炔烃精馏工序步骤A分离出的丁烷丁烯部分(与甲基乙炔尾气量相当)进炔烃精馏塔顶部，步骤B分离出的乙烯基乙炔尾气(除去阻聚剂的废C4C5稀 释的乙烯基乙炔尾气)进炔烃精馏塔下部，步骤C分离出的甲基乙炔尾气进炔 烃精馏塔上部，经再分离，丁二烯-1,3从所述炔烃精馏塔中部侧线采出经进料 蒸发罐返回第一萃取精馏塔，甲基乙炔气从塔顶出去，乙烯基乙炔残液从塔底 出去。在炔烃精馏塔系安装施工及开工准备好后，在原丁二烯抽提装置运转平稳 及炔烃精馏塔准备就绪的情况下，切入炔烃精馏塔。炔烃精馏塔投入运行后， 逐渐把包括炔烃精馏塔在内的整个装置调节平稳。在包括炔烃精馏塔在内的整 个装置运转平稳后，适当降低第一萃取精馏塔的溶剂比、回流比,适当放宽第一 萃取精馏塔底的反丁烯-2和顺丁烯-2的控制指标。实施例1的第一萃取精馏塔 底反丁烯-2的控制指标是0.05%，顺丁烯-2的控制指标是2. 5%,实施例2的反 丁烯-2的控制指标可适当放宽至0. 1-0. 15%，顺丁烯-2的控制指标可适当放宽 至3. 0-3.5%。增加第二精馏塔底釜液(废C4C5)排放量，放宽第二精馏塔底丁 二烯-1， 3的控制指标。实施例1的第二精馏塔底丁二烯-1， 3的控制指标是5%， 实施例2适当放宽至10-15%。根据第一萃取精馏塔底的质量分析结果，确定塔 底反丁烯-2为0. 1-0. 15%，顺丁烯-2为3.0-3.5%时，是第一萃取精馏塔适宜的 溶剂比和回流比。根据第二精馏塔底的质量分析结果，确定塔底丁二烯-1，3为 10-15%时，是第二精馏塔底适宜的底釜液(废C4C5)排放量。使用了炔烃精馏 塔，第一萃取精馏塔和第二精馏塔的工艺条件又经过了调整，在新的抽提工艺 条件下，包括炔烃精馏塔在内的整个装置运转平稳后，提高C4进料量，装置的 生产能力可提高10%左右。提负荷的操作情况与原丁二烯-1， 3抽提装置提负荷 的操作情况类同。综合实施例1和实施例2，本发明优点1、提高收率；2、节能；3、提高 生产能力。提负荷之前，如果不调整第一萃取精馏塔和第二精馏塔的工艺条件， 仅提高收率，不节能且不释放生产能力；提负荷之前，如果调整第一萃取精馏 塔和第二精馏塔的工艺条件，既提高收率、节能，又释放生产能力，只是释放 的生产能力没发挥而已,实际生产能力并没提高。调整了第一萃取精馏塔和第二 精馏塔的工艺条件后提负荷，既提高收率、节能，又释放生产能力，且释放出 的生产能力得到了发挥，实际生产能力得到提高。本发明的技术方案同样适用于CAN工艺、丽P工艺的丁二烯抽提装置。
权利要求
1、一种丁二烯-1，3抽提工艺，包括第一萃取精馏工序、第二萃取精馏工序、精馏工序，其特征在于还包括炔烃精馏工序，所述丁二烯-1，3抽提工艺有如下步骤A、第一萃取精馏工序C4原料进第一萃取精馏塔中部，由所述第一萃取精馏塔顶部加入溶剂，经萃取精馏，丁烷丁烯从塔顶分离出去，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、丁二烯-1，2、丁炔-1、乙烯基乙炔和溶剂从塔底出来进入第一汽提塔，经分离，丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、丁二烯-1，2、丁炔-1、乙烯基乙炔从所述第一汽提塔塔顶出去，溶剂由塔底出来；B、第二萃取精馏工序所述第一汽提塔顶部出去的丁二烯-1，3、反丁烯-2、顺丁烯-2、丁二烯-1，2、丁炔-1、乙烯基乙炔经压缩机升压后进第二萃取精馏塔下部，溶剂由所述第二萃取精馏塔顶部加入，经萃取精馏，粗丁二烯从塔顶出去，釜液由塔底出来进丁二烯回收塔，经分离由所述丁二烯回收塔顶出去的丁二烯-1，3进所述压缩机，釜液由塔底出来进第二汽提塔，经分离乙烯基乙炔尾气由塔顶排出，溶剂由塔底出来；C、精馏工序第二萃取精馏塔顶出来的粗丁二烯进第一精馏塔上部，经分离，第一精馏塔顶部出甲基乙炔尾气，塔底排出物料进第二精馏塔上部，经分离，所述第二精馏塔顶部采出丁二烯-1，3产品，塔底排出废C4C5进蒸发器，除去阻聚剂后进入第二汽提塔顶部稀释乙烯基乙炔尾气；D、炔烃精馏工序步骤A分离出的丁烷丁烯部分进炔烃精馏塔顶部，步骤B分离出的乙烯基乙炔尾气进所述炔烃精馏塔下部，步骤C分离出的甲基乙炔尾气进所述炔烃精馏塔上部，经再分离，丁二烯-1，3从所述炔烃精馏塔中部侧线采出经进料蒸发罐返回第一萃取精馏塔，甲基乙炔气从所述炔烃精馏塔塔顶出去，乙烯基乙炔残液从塔底出去。
2、 根据权利要求1所述的丁二烯-1，3抽提工艺，其特征在于在步骤A 中降低第一萃取精馏塔的溶剂比、回流比，使第一萃取精馏塔底分离出来的反 丁烯-2含量为0. 1-0. 15%，顺丁烯-2含量为3. 0-3. 5%，在步骤C中，增加第二 精馏塔底废C4C5的排放量，使其中丁二烯-1， 3含量为10-15%。
全文摘要
本发明涉及一种丁二烯-1，3抽提工艺。该工艺包括第一萃取精馏工序、第二萃取精馏工序、精馏工序，还包括炔烃精馏工序；本发明通过在原有丁二烯抽提装置内增加一个炔烃精馏塔及适当调整第一萃取精馏塔和第二精馏塔的工艺条件实现提高丁二烯抽提装置收率和生产能力；本发明可降低丁二烯-1，3的单位能耗和原材料消耗，大大提高了经济效益，不同规模的丁二烯抽提装置增加炔烃精馏塔，投入费用相差不多，而效益几乎与装置规模大小成正比，产出是投入的数倍至数十倍；本发明可每年减少乙烯基乙炔尾气排放量约3400吨，减少了环境污染，节约了能源，节能减排效果显著。
文档编号C07C11/167GK101239880SQ20081010181
公开日2008年8月13日 申请日期2008年3月12日 优先权日2008年3月12日
发明者萌 王, 王明华, 赵多山 申请人:王明华;赵多山;王 萌