Nothing Special   »   [go: up one dir, main page]

CN1160283C - C4烃混合物的分离方法 - Google Patents

C4烃混合物的分离方法 Download PDF

Info

Publication number
CN1160283C
CN1160283C CNB99805593XA CN99805593A CN1160283C CN 1160283 C CN1160283 C CN 1160283C CN B99805593X A CNB99805593X A CN B99805593XA CN 99805593 A CN99805593 A CN 99805593A CN 1160283 C CN1160283 C CN 1160283C
Authority
CN
China
Prior art keywords
fraction
hydrocarbon
nmp
extraction
butadiene
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 - Lifetime
Application number
CNB99805593XA
Other languages
English (en)
Other versions
CN1298375A (zh
Inventor
K���ֵ���
K·林德勒
H·普尔
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.)
BASF SE
Original Assignee
BASF SE
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 BASF SE filed Critical BASF SE
Publication of CN1298375A publication Critical patent/CN1298375A/zh
Application granted granted Critical
Publication of CN1160283C publication Critical patent/CN1160283C/zh
Anticipated expiration legal-status Critical
Expired - Lifetime legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C07C7/05—Purification; Separation; Use of additives by distillation with the aid of auxiliary compounds
    • C07C7/08—Purification; Separation; Use of additives by distillation with the aid of auxiliary compounds by extractive distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/11—Purification; Separation; Use of additives by absorption, i.e. purification or separation of gaseous hydrocarbons with the aid of liquids

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Solid-Sorbent Or Filter-Aiding Compositions (AREA)
  • Processing Of Solid Wastes (AREA)

Abstract

本发明公开了一种将基本上包含1，3-丁二烯、丁烯、丁烷和其它C4烃的C4烃混合物分离成至少4种级分的方法，其中a)基本上包含1，3-丁二烯的级分(a)，b)基本上包含丁烯的级分(b)，c)基本上包含丁烷的级分(c)，和d)基本上包含1，3-丁二烯和其它C4烃的一个或多个级分(d)，该方法利用N-甲基-2-吡咯烷酮或N-甲基-2-吡咯烷酮水溶液(NMP)进行萃取蒸馏而进行。

Description

C4烃混合物的分离方法
本发明涉及一种将基本上包含1，3-丁二烯、丁烯、丁烷和其它C4烃的C4烃混合物分离成至少4种级分的方法，
a)基本上包含1，3-丁二烯的级分(a)，
b)基本上包含丁烯的级分(b)，
c)基本上包含丁烷的级分(c)，和
d)基本上包含其它C4烃的级分(d)，
该方法利用N-甲基-2-吡咯烷酮或N-甲基-2-吡咯烷酮水溶液(NMP)进行萃取蒸馏来进行，
其中：
1.首先将气态C4烃混合物与NMP在萃取区(I)中进行接触，这样1，3-丁二烯和其它C4烃基本上被NMP完全吸收，但丁烯和丁烷则基本上留在气相中；
2.从萃取区(I)中将未吸收的丁烯和丁烷(气流bc)和在步骤1中形成的萃取溶液(萃取溶液ad)分开取出；
3.将萃取溶液(ad)转移到具有相对萃取区(I)较低的压力和/或较高的温度的解吸区(I)并将1，3-丁二烯从萃取溶液(ad)中解吸，而主要部分的其它C4烃则留在液相中；
4.将在步骤3中形成的萃取溶液(萃取溶液d)和解吸的1，3-丁二烯(级分a)从解吸区(I)中分开取出，然后根据需要将一部分级分(a)返回到萃取区I；
5.将萃取溶液(d)转移到具有相对解吸区(I)较低的压力和/或较高的温度并具有压力和/或温度梯度的第二解吸区(II)，并将仍留在其中的1，3-丁二烯和其它C4烃从萃取溶液(d)中分级解吸成至少两种不同的级分(d)，其中至少一级分(级分d)中的其它C4烃的含量比萃取溶液(d)中的高至少10倍，以所有的C4烃的含量为基，且至少一级分(级分dR)中的其它C4烃的含量相应地比级分(d)中的低，以所有的C4烃的含量为基，
6.将在解吸区(II)中形成且基本上没有C4烃的NMP、以及级分(d)和(dR)从解吸区II中分开取出，然后将一种或多种级分(dR)返回到解吸区(I)，
7.首先将气流(bc)与在步骤6中形成的NMP在萃取区(II)进行接触，这样丁烯基本上完全被NMP吸收，但丁烷则基本上留在气相中；
8.从萃取区(II)中取出未吸收的丁烷(级分c)和在步骤7中形成的萃取溶液(萃取溶液b)；
9.将萃取溶液(b)转移到具有相对萃取区(II)较低的压力和/或较高的温度的解吸区(III)，并且由此将丁烯从萃取溶液(b)中解吸；
10.将在步骤9中形成且基本上没有C4烃的NMP、以及解吸的丁烯(级分b)从解吸区(III)中取出；
11.将在步骤9中形成的NMP循环到萃取区之一。
该方法如图1所示。
从C4烃混合物中分离1，3-丁二烯的方法，例如公开于DE-A-2724365。简要地说，在该方法中，利用NMP作为吸附剂经各种吸收和解吸阶段进行萃取蒸馏，由包含丁烷、丁烯、1，3-丁二烯和其它C4烃的C4烃混合物中得到丁烷/丁烯混合级分、1，3-丁二烯级分、和包含其它C4烃的级分。在整个方法中，将所需的NMP经过一个封闭回路。不再包含任何C4烃的NMP(卸载NMP)首先在周期开始时用C4烃混合物进行负载，经过各种吸收和解吸阶段，直到在周期结束时，通过完全解吸C4烃而得到卸载NMP。该方法的特征在于，各步骤通过间接热交换工艺而特别有利地配合。
V.A.Gorshkov等人在出版物苏联化学工业(The Soviet ChemicalIndustry)No.11(1971年11月)中描述，从C4烃混合物中，将1，3-丁二烯和2-丁烯分离成不同的级分以及将1，3-丁二烯和乙炔分离成不同的级分。
EP-A-141356也涉及，利用NMP，通过萃取蒸馏法，从C4烃混合物中分离出1，3-丁二烯级分。一种这样的塔的使用使得该方法特别经济，其中吸收区和解吸区在每种情况下都集成在单个塔中。
EP-A-5788公开了一种利用NMP，通过萃取蒸馏，从C4烃混合物中分离1，3-丁二烯级分和丁炔级分的方法。
EP-A-9630涉及一种从还包含其它C4烃的混合物中分开去除苯乙烯和1，3-丁二烯的方法，所述苯乙烯首先从该混合物中蒸馏分离，而1，3-丁二烯则通过萃取蒸馏从剩余混合物中分离。
US 5242550公开，利用NMP作为吸收剂，通过萃取蒸馏来分离丁烯/丁烷混合物。
本发明的一个目的是提供一种能够以特别有效且经济的方式将C4烃混合物分离成丁烷级分、丁烯级分、1，3-丁二烯级分、和包含其它C4烃的级分的方法。尤其是，所需能量和资金成本在该方法中应该特别低。
已经发现，该目的可通过开头所述的方法而实现。
该方法可应用于包含1，3-丁二烯、丁烯、丁烷和其它C4烃、以及甚少量C3-和C5-烃杂质的C4烃混合物。
这种C4烃混合物例如，在利用石油级分，如液化石油气(LPG)、石脑油、汽油或类似物作为烃级分热裂解来生产乙烯和/或丙烯时作为C4烃级分而得到。此外，这种C4烃级分可在正丁烷和/或正丁烯的催化脱氢过程中而得到。C4烃级分一般得到[原文如此]丁烷、正丁烯、异丁烯、1，2-丁二烯、乙烯基乙炔、乙基乙炔和1，2-丁二烯，而且可包含少量的C5烃，其中所述1，3-丁二烯的含量一般为10-80％重量，优选20-70％重量，尤其是30-60％重量，而乙烯基乙炔、乙基乙炔和1，2-丁二烯(以下称作其它烃)在C4级分中的总含量不超过5％重量。
该新方法可特别有利地用于包含以下物质的那些C4烃混合物：
10-80％重量的1，3-丁二烯；
10-60％重量的丁烯；
5-40％重量的丁烷；
0.1-5％重量的其它C4烃；和
0％重量至最高5％重量的C3-和C5-烃。
用作选择性溶剂的N-甲基-2-吡咯烷酮或其水溶液(以下将N-甲基-2-吡咯烷酮或其水溶液简称作“NMP”)一般是可包含最高15％重量水的常规工业产品。
萃取区优选为塔的形式，所述气流以与NMP逆流方式通过该塔。
在本发明的一优选实施方案中，其中所述萃取区(I)为两个相互连接的塔的形式。
在本发明的另一优选实施方案中，其中在步骤3和5中所述的解吸作用通过相对萃取区(I)升高解吸区(I)的温度以及相对解吸区(I)升高解吸区(II)的温度来进行，其中通过在热交换区中的间接热交换，将已按照步骤11从解吸区(II)中取出的NMP的热量供给解吸区(I)。
在本发明的另一优选实施方案中，其中通过与蒸汽的间接热交换将所述解吸区(II)和(III)升温以将NMP从烃中完全解吸。
附图1为本发明方法的工艺流程图；
附图2为本发明方法的一变型的工艺流程图；
附图3图示了本发明一优选方案的实施方式；
附图4、4A和4B共同为本发明的一个实施例的工艺流程图。
在附图1和附图2中，出现在附图标记中的F表示级分；G表示气流；D表示解吸区；在表示区段的附图标记中E表示萃取区，在表示物流的附图标记中E表示萃取溶液。
在步骤1，首先将待分离的C4烃混合物以气态形式与NMP加料到萃取区(I)并在此相互接触，这样1，3-丁二烯和其它C4烃基本上完全被NMP吸收，但丁烯和丁烷基本上留在气相中。在加料的NMP和C4烃混合物中，NMP与C4烃混合物在萃取区(I)中的比率为5∶1-20∶1。
一般已知的萃取方法适用于该萃取步骤。
从萃取区(I)，一般将尤其包含未吸收丁烷和丁烯、且(如果C3-和C5-烃作为杂质存在于C4烃混合物中)包含丙烷、丙烯和丙二烯和痕量C5烃的气流(气流bc)在该塔的塔顶去除，而萃取溶液(萃取溶液ad)则从塔的底部去除。
萃取溶液(ad)一般包含仅0-2％重量的丁烯和丁烷、以及(如果存在)丙炔和/或几乎全部量的C5-烃。
除了丁烯和丁烷，气流(bc)一般包含仅0-1％重量的原本存在于C4烃混合物中的1，3-丁二烯、以及其它的C4烃。
萃取区(I)一般为具有塔板、堆积填充物或结构化填料作为内部构件的洗涤塔形式。这些塔优选具有40-80个理论塔板。塔压力取决于冷却介质(井水、河水、海水、冷却剂如液体丙烯、液氨或盐水)的温度。该值在2-6巴之间，优选4.5巴。萃取区的温度分布由NMP的温度来确定。利用级分(bc)的部分冷凝来降低温度分布是有利的，因为分离效率可在较低温度下提高。冷凝的典型值为20％。这导致塔顶温度为40-60℃。
为了将1，3-丁二烯从萃取溶液(ad)中解吸，将后者转移到具有相对萃取区(I)较低的压力和/或较高的温度下的解吸区(I)并将1，3-丁二烯(1，3-丁二烯级分a)从萃取溶液(ad)中解吸，而主要部分的其它C4烃、丙炔和C5烃则留在液相中。
优选的是，解吸区(I)中的压力与萃取区(I)相同且温度比萃取区(I)高20-25℃。
从解吸区(I)取出的1，3-丁二烯级分(a)的纯度通常为95-99％重量。
然后将通过在解吸区(I)解吸1，3-丁二烯而形成的萃取溶液(d)从解吸区(I)取出并转移到具有相对解吸区(I)较低的压力和/或较高的温度的第二解吸区(II)。在将萃取溶液(d)由解吸区(I)转移到解吸区(II)的过程中，有利地将其通过一个热交换器区，在此萃取溶液(d)中的一部分烃发生蒸发，然后将该气流直接加料到解吸区(I)的底部。选择压力和温度使得解吸仍留在NMP中的基本上所有的C4烃；它们一般为1.5巴和150℃。
在解吸区II，仍留在其中的1，3-丁二烯、和其它的C4烃、以及(如果可能)仍留在其中的C5-烃被分级解吸成至少两个不同的级分(d)，其中至少一级分(级分d)中的其它C4烃的含量比萃取溶液(d)中的高至少10倍，一般为10-100倍，优选20-80倍，以所有的C4烃的含量为基。且至少一级分(级分dR)中的其它C4烃的含量比级分(d)中的纸，以所有的C4烃的含量为基。萃取溶液(d)中的烃优选在解吸区(II)中分离成级分(d)和级分(dR)，其中级分(d)优选基本上由至少20％重量，特别优选20-40％重量的其它C4烃以及由丁二烯组成，且级分(dR)基本上由超过80％重量，特别优选85-95重量的丁二烯以及其它C4烃组成。
将在解吸区(II)中形成且基本上没有烃的NMP、以及级分(d)和(dR)从解吸区II中分开取出，并且将一个或多个级分(dR)返回到解吸区(I)，例如至洗涤塔的底部。
这时的压力梯度优选利用压缩机来克服。级分(d)通常用水(冷凝水)逆流处理，这样可吸收存在于其中的大多数NMP。
一般来说，返回到解吸区(I)的级分与从体系中取出的级分的重量比为20∶1-80∶1。
解吸区(II)一般由主塔和侧塔组成。两者都设计成洗涤塔。主塔一般包含填料，因为较低的压力损失在此具有特别有益的效果。该主塔应该具有10-15个理论塔板。侧塔一般具有10个实际塔板。压力一般为1.5-1.6巴；主塔底部的温度为140-150℃且其顶部的温度为80-100℃。尽管级分(d)优选在130-140℃下作为侧流而取出，但级分(dR)通常从塔顶取出。
如果要求1，3-丁二烯级分具有特别高的纯度，优选采用以下步骤：
-将从解吸区(I)中取出的1，3-丁二烯级分(a)分成两个分流级分(a1)和(a2)，然后将级分(a1)返回到萃取区I(优选导入萃取塔I的底部)并将级分(a2)再次在萃取区(III)与从解吸区(II)或(III)回收的NMP进行接触，这样一部分级分(a2)和仍作为杂质包含在级分(a2)中的主要部分的其它C4烃被NMP吸收(萃取溶液ax)。
-将级分(a2)的未吸收部分(级分a3)从萃取区单独取出，并且将萃取溶液(ax)返回到萃取区(I)。
这种变型如图2所示。
NMP与1，3-丁二烯级分(a)的重量比一般对应于1∶3-1∶7，这取决于起始C4混合物的组成以及级分(a3)的规格。
级分(a1)和(a2)的物流比率通常为1∶1-4∶1。
1，3-丁二烯级分(a3)仍包含尤其是C3-和C5-烃以及1，2-丁二烯形式的杂质。这些杂质一般随后在两个常规蒸馏塔中被分离出。
在萃取塔的设计以及压力和温度参数方面，一般用于萃取区(I)的同样适用于萃取区(III)。加料的NMP与粗丁二烯级分(a2)的比率对应于1∶3-1∶7。
未吸收的1，3-丁二烯和从萃取区(III)中取出的1，3-丁二烯的纯度通常超过98％重量。
将视需要与外加气流(气流Zbc)一起加入的气流(bc)首先在萃取区(II)与在解吸区(II)回收的NMP进行接触，这样丁烯基本上完全被NMP吸收，但丁烷基本上留在气相中。
萃取区(II)一般为具有塔板、堆积填充物或结构化填料作为内部构件的洗涤塔形式。这些塔必须具有30-70个理论塔板以产生足够好的分离效果。选择萃取区(II)的压力使得，气流(bc)无需其它的技术辅助措施就能够由萃取区(I)通入萃取区(II)。此外它还取决于可用于冷凝级分(c)的冷却介质。典型的压力值为4.0巴，前提是使用水进行冷却。
洗涤塔有利地在塔顶配置包含例如4个理论塔板的回洗区。该回洗区利用液体烃的回流而用于回收存在于气相中的NMP，为此已事先将级分(c)冷凝。这样可以同时影响萃取区(III)中的温度分布。正如已在萃取区(I)中所述，这时同样适用的是，较低的温度可促进分离效率。塔顶的温度通常为35-45℃。
在萃取区(II)的加料中，NMP与气流(bc)(如果合适，包括气流Zbc)的重量比为10∶1-20∶1，这取决于级分(b)和(c)的规格以及起始C4混合物和所加物流Zbc的组成。
在萃取区(II)中，形成了气态丁烷级分(级分c)和包含丁烯级分(级分b)的萃取溶液(b)。如果按照上述进行萃取蒸馏，得到被最高5％重量丁烷污染的级分(b)和被最高15％重量丁烯污染的级分(c)。
将萃取溶液(b)转移到具有相对萃取区(II)较低的压力和/或较高的温度下的解吸区(III)，这样丁烯从萃取溶液(b)中解吸。丁烯以及作为杂质包含其中的任何其它C4烃原则上可类似于在解吸区(II)解吸其它C4烃那样进行解吸。
解吸区(III)可以是，例如具有5-15，优选8-10个理论塔板和有例如4个理论塔板的回洗区的洗涤塔形式。该回洗区利用液体烃的回流而用于回收存在于气相中的NMP，为此已事先将级分(b)冷凝。提供作为内部构件的填料床是有利的。塔顶的压力一般为1.5和1.6巴。塔底部的温度一般为130-150℃。
将在解吸区(III)中回收的NMP返回到萃取区(I)、(II)和/或(III)。
如果将在解吸区(III)中回收的NMP仅加料回到萃取区(I)和(II)，且在解吸区(II)中回收的NMP基本上加料回到萃取区(III)，可以产生额外优点。
该优点来源于以下事实：比起将丁烯和丁烷的混合物分离成两个高纯度的丁烯和丁烷级分，利用NMP从C4烃混合物中去除丁烯和/或丁烷更为容易。此外，可以保持单一溶剂循环。
比起需要高纯度脱气NMP的萃取区(III)，用于萃取区(I)和(II)的NMP的质量并不要求这样高。这在经济上表现为一种增益，因为NMP的脱气程度、以及因此的用于在解吸区(III)解吸烃的外部蒸汽的消耗并不要求太高。比起来自解吸区(II)的NMP，其中C4烃最好为0-10ppm(重量)，来自解吸区(III)的NMP完全可以为1000ppm(重量)或更高。这并不损害级分(b)和(c)的产物纯度。但另一方面，烃的含量降低了溶剂的沸点。但由于出于经济原因利用了来自解吸区(III)的NMP的热含量，不可能无限地通过增加烃的残余含量来继续降低沸点。由于这些原因，得到了前述的130-150℃的底部温度。在138℃的底部温度下，所得烃的残余含量为约800ppm(重量)。
如果利用在热交换区的间接热交换，将通过沸腾萃取溶液(b)和(d)而得到的NMP的热量供给解吸区(I)、(II)和/或(III)，而且在这些解吸区中通过相对萃取区(I)升高解吸区(I)的温度、相对解吸区(I)升高解吸区(II)的温度，和相对于萃取区(II)升高解吸区(III)的温度来进行解吸，那么该新方法可特别有利地进行。
级分(a)(丁二烯)优选按照DE-A-2724365所述从C4烃混合物中分离。这部分工艺特别优选按照图3所示来进行。
按照该方法的变型，采用以下步骤：
在一个以上的塔，一般在共同具有100个以上实际塔板的两个塔中进行萃取蒸馏。如果使用两个塔，位于将C4烃混合物加料到萃取蒸馏区的位置之上的吸收阶段有利地处于第一塔中，而位于烃混合物加料点之下的浓缩阶段则有利地处于第二塔，即，烃混合物的加料点在第二塔的顶部或优选在第一塔的底部。优选的是，在吸收阶段和浓缩阶段之间没有任何压缩阶段，而是在萃取蒸馏区内保持这样的压力条件，即在萃取蒸馏区内没有压缩和/或减压阶段的情况下在萃取蒸馏区中自动确立的压力条件，这样萃取蒸馏区底部的压力根据塔中常规的压力损失至少对应于萃取蒸馏区顶部的压力。原则上，萃取蒸馏区顶部与底部之间的压力差为0.1-3巴，优选0.2-2巴。
一般来说，在萃取蒸馏区中使用1-9巴，优选2-8巴，尤其是3-7巴的压力。原则上，萃取蒸馏区下方的1/3区域，即，被对应于约1/3萃取蒸馏区总塔板数的萃取蒸馏区较低塔板所占据的区域的压力为1.5-9巴，优选2.5-8巴，尤其是3.5-7巴。
将从萃取蒸馏区取出的萃取液首先置于高于萃取蒸馏区压力的较高压力。
这可例如，利用液体泵来进行。一般来说，这种压力升高基本上是等温进行的，即，仅会产生这样的温度变化，例如温度升高最高1℃，这是由导致压力升高的措施，例如抽运过程引起的。一般来说，将萃取液置于高于萃取蒸馏区压力，尤其是高于萃取蒸馏区下方1/3区域压力1-20巴，优选2-18巴，尤其是3-15巴的压力。
然后利用与从溶剂回收区中作为底部产物得到的选择性溶剂进行间接热交换，将增压下的萃取液在热交换区中进行加热。将该选择性溶剂在热交换之后循环到萃取蒸馏区。通过与选择性溶剂进行热交换，萃取液的温度一般升高5-80℃，优选10-70℃，尤其是15-60℃。
之后通过闪蒸将加热萃取液降低到至少对应于萃取蒸馏区压力，优选至少对应于萃取蒸馏区下方1/3区域压力且高于下游溶剂回收区压力的某个压力。对压力下降重要的是，在闪蒸时形成的萃取液蒸气部分可返回到萃取蒸馏区而无需压缩阶段。因此闪蒸时压力一般下降到高于将萃取液蒸气部分加料到萃取蒸馏区的加料点压力0.05-2.0巴，优选0.1-1巴的压力。闪蒸例如在包含减压阀(在绝热蒸发器上)的装置中进行，如果需要，在下游配备相分离容器以更好地分离在闪蒸时形成的蒸气和液相。
用于在来自萃取蒸馏区的萃取液与从溶剂回收区循环的选择性溶剂之间进行热交换的热交换区可与下游闪蒸结合在一个阶段使用。但也可使用一个以上的有利地串联在一起的这种组合，例如2-4，优选2或3个这种组合。通过使用一个以上的这种热交换/闪蒸阶段并将如此得到的分流循环到萃取蒸馏区的不同加料点，可以降低萃取蒸馏的所需分离效率以及萃取蒸馏塔的尺寸。还可以将另一热交换区连接在最后闪蒸区与溶剂回收区之间。
将在一个或多个闪蒸区形成且一般占萃取液中的20-80％重量，优选40-70％重量烃的萃取液蒸气部分返回到萃取蒸馏区。一般来说，将返回的蒸气相通入萃取蒸馏区的下方1/3区域，优选在萃取蒸馏区的底部，例如在刚好位于最下方塔板高度处的位置上。在逐步闪蒸时，包含在单个阶段的蒸气部分可分开或在它们合并之后返回到萃取蒸馏区。
将在闪蒸之后保持液相的来自萃取蒸馏区的萃取液液相加料到在相对闪蒸区压力较低的压力下操作的溶剂回收区。有利地利用连接于中间的减压阀，将剩余的液体萃取相降至在溶剂循环区中的较低压力。一般来说，溶剂回收区的压力比一个或多个闪蒸区的压力低0.1-8巴，优选0.5-7巴，尤其是1-6巴。溶剂回收区可例如作为排气器(Ausgaser)或作为溶剂汽提塔来操作。一般来说，例如通过使用蒸汽(再沸器)的间接热交换器，将热供给溶剂回收区。
将作为溶剂回收区底部产物而得到且没有烃的NMP经由热交换区返回到萃取阶段(I)和(III)，在所述热交换区中发生与来自萃取蒸馏区的萃取液的热交换。
从溶剂回收区得到的产物包含烃，一般将其作为塔顶流或作为塔顶流和侧流而取出，首先将部分或(根据需要)全部通过一个压缩阶段，然后在压缩之后加料到萃取蒸馏区。在压缩区中，将烃流压缩到至少对应于萃取蒸馏区中压力的某个压力。一般来说，将烃流压缩到高于将萃取液蒸气部分加料到萃取蒸馏区时的加料点压力0.05-2巴，优选0.1-1巴的压力。
图3是优选变型的一个实施方案的示意图。在该实施方案中，将两个萃取蒸馏区串联连接。第一萃取蒸馏区由塔1和上方锥形的塔部分2组成，而第二萃取蒸馏区由塔4和下方塔部分3组成。将NMP经由管路5加料到塔1的上部并经由管路6加料到塔4的上部。将C4烃混合物经由管路7加料到塔1的底部。
此外塔2/3和4还直接连接。从塔2中取出气态分流，然后经由管路6用溶剂逆流洗涤。
在塔1的顶部，经由管路8取出基本上由丁烯和丁烷组成的精制产物。
在塔4的顶部，经由管路9取出基本上纯的1，3-丁二烯。
经塔10的侧取口通过管路11取出基本上包含其它烃和其它杂质的气流。
塔部分3中的压力为约5巴。经由管路12取出的萃取液通过液体泵13置于15巴压力，然后利用经由管路24从排气器10中取出且基本上没有C4烃的NMP，在热交换器14中由70℃下加热至125℃。将受热萃取液通过减压阀15减压至稍高于5巴的压力。在相分离罐16中形成的气相经由管路22和23立即返回到塔3，而在闪蒸萃取液之后得到的液相则经由管路17加料到另一减压阀18，在此压力下降至塔10中的压力水平，通常为1.5巴。
在塔10的顶部，经由管路19取出烃流，在压缩机20中压缩之后，也经由管路23加料到塔3的底部。由于安全原因，在这一点上重要的是，将气流19在进入压缩机20之前通过热交换器(在图3中没有给出)来冷却，使得该气流在由压缩机出来之后的温度不超过110℃。通常将该气流冷却至45℃。
将几乎没有C4烃且经由管路24取出并在热交换器14中冷却的NMP经由管路25加料到热交换器2a中。然后将其通过另一热交换器(在图3中没有给出)，在其中将溶剂的温度调节至38℃。经由管路26到达的溶剂的量随后分成两个分流：管路6通向塔4，而管路27则终止于用于分离丁烯和丁烷的附加萃取蒸馏区(III)。溶剂由此经由管路5返回。
为了简化附图，还省略了具有返回到塔1和4的液体烃回流的所有上述回洗区。图3还省略了前面提及的在主塔10上的侧塔。
实施例
与图3相比，实施例的工艺图明显更详实(图4)，即使在这种情况下，所有的泵也已从该图中省略。另一方面，详细给出了在塔附近的所有热交换器，因为它们在涉及该工艺的经济性时是重要的。同样，该图已包括所有的相分离器。同样从图4还可看见数字指定体系。
萃取区(I)和解吸区(I)隐藏在塔120之后。萃取区(III)为塔130。解吸区(II)由两个塔140和150表示。萃取区(II)为塔100且解吸区(III)为塔110。此外，已包括两个最终的蒸馏塔160和170，因为它们属于整个工艺，在其中粗丁二烯最终达到规格。
该工艺具有3个输入物流：
物流10a：添加物流Zbc，包含丁烯和丁烷
物流40：C4进料
物流69：冷凝物，加入用于降低NMP损失
物流10a的组成[％重量]和数量[千克/小时]：
正丁烷                    26.0
异丁烷                    9.5
正丁烯                    42.0
反式-2-丁烯               13.0
顺式-2-丁烯               9.5
数量＝4200。
物流40的组成[％重量]和数量[千克/小时]：
丙烷                      0.1
丙烯                      0.1
丙二烯                    0.05
丙炔                      0.15
正丁烷                    7.3
异丁烷                    4.0
正丁烯                    14.0
异丁烯                    24.6
反式-2-丁烯               4.5
顺式-2-丁烯                3.5
1，3-丁二烯                40.0
1，2-丁二烯                0.45
乙基乙炔                   0.2
乙烯基乙炔                 0.75
异戊烷                     0.1
3-甲基-2-丁烯              0.1
2-甲基-2-丁烯              0.1
数量＝15000。
物流69的数量[千克/小时]：
数量＝1100。
用于3个萃取区所需的溶剂[千克/小时]及其组成[％重量]：(KW＝烃)
I萃取区物流42＝165000，其中：
NMP                     91.63
水                      8.29
总KW                    0.08
萃取区(III)物流46＝35000，其中：
NMP                     91.7
水                      8.3
总KW                    1ppm(重量)
萃取区(II)物流12＝100000，其中：
NMP                     91.63
水                      8.29
总KW                    0.08
物流57＝165000，其中：
NMP                     91.7
水                      8.3
总KW                    1ppm(重量)
温度：一般为38℃
在以下关于塔的详细描述中，塔板数一般从塔顶计数。
塔100的操作条件：
理论塔板数          ＝4+50(包括回洗区)
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的溶剂进料    ＝5
至塔板的KW进料      ＝42
至塔板的添加物流Zbc ＝42
在塔板1处的压力     ＝4.0巴
在塔板1处的温度     ＝38.5℃
KW回流量            ＝5000千克/小时
塔110的操作条件：
理论塔板数          ＝4+9(包括回洗区)
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的萃取液进料  ＝5
在塔板1处的压力     ＝1.526巴
在塔板1处的温度     ＝6.7℃
KW回流量            ＝5000千克/小时
所需能量            ＝10361千瓦
塔120的操作条件：
理论塔板数          ＝25+23+7(在2个塔中)
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的溶剂进料    ＝1
在塔板上的KW取出量  ＝49(至萃取区II)
至塔板的KW进料      ＝26
在塔板1处的压力     ＝4.5巴
在塔板1处的温度     ＝41.5℃
KW回流量            ＝2094千克/小时
塔130的操作条件：
理论塔板数          ＝4+30(包括回洗区)
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的溶剂进料    ＝5
在塔板1处的压力     ＝5.0巴
在塔板1处的温度     ＝45.3℃
KW回流量            ＝2120千克/小时
塔140的操作条件：
理论塔板数          ＝10
至塔板的萃取液进料  ＝1
在塔板上的KW取出量  ＝6(至塔150)
在塔板1处的压力     ＝1.52巴
在塔板1处的温度     ＝104.6℃
在塔板10处的温度    ＝146.1℃
KW回流量            ＝2120千克/小时
所需能量            ＝6773千瓦
塔150的操作条件：
理论塔板数          ＝2
至塔板的水进料      ＝1
在塔板1处的压力     ＝1.52巴
在塔板1处的温度     ＝108℃
塔160的操作条件：
理论塔板数          ＝46
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的萃取液进料  ＝16
在塔板1处的压力     ＝7.0巴
在塔板1处的温度     ＝46.6℃
KW回流量            ＝6130千克/小时
所需能量            ＝761千瓦
塔170的操作条件：
理论塔板数          ＝45
至塔板的KW回流      ＝1
至塔板的萃取液进料  ＝23
在塔板1处的压力     ＝4.2巴
在塔板1处的温度     ＝39.3℃
KW回流量            ＝11197千克/小时
所需能量            ＝1671千瓦
各个工艺步骤如下：
将通常为液体的C4烃混合物(物流40)在热交换器240中蒸发，然后作为蒸气大约在塔120的中部进入萃取区(I)。将溶剂经由物流42与上升的气体逆流而行。这样得到两股新物流：基本上包含主要量的丙烷、丙烯、丙二烯、丁烷和丁烯的气态产物(物流43)、和包含溶解在该溶剂中的烃(包含1，3-丁二烯和其它烃，包括C5烃)的萃取液(物流53)。作为萃取区(I)分离要求的一个重要规格参数，1，3-丁二烯含量低于100ppm(％重量)。
为了降低塔120中的温度分布，将20％重量的气流43在热交换器230中冷凝。
侧流经由物流51离开塔120，然后在为塔130的萃取区(II)用溶剂(物流46)逆流洗涤。为了降低温度分布并同时降低NMP损失，该塔具有液体烃回流(物流50)。调节溶剂量(物流46)使得乙基乙炔和乙烯基乙炔的规格满足对以后的纯1，3-丁二烯的要求。结合入顶部循环中的倾析器320用于从粗丁二烯中部分去除水。
将来自萃取区(I)的萃取液(物流53)经过一个热交换器255，然后在压力下在闪蒸罐410中部分解吸，得到两股物流：经由物流67立即循环到塔120的气态部分(物流59)、以及液体部分(物流60)。仍在闪蒸罐410中处于高闪蒸压力下的物流60的温度在另一热交换器260中升高5℃，然后降低塔140中的压力而去压。
萃取液(物流61)在塔140中，通过输入外部能量而从C4烃中几乎完全解吸。所得气体(物流62)在热交换器265中冷却至早先提及的45℃并在闪蒸罐420中分成非常少量的液相(物流66)和主要部分的气相(物流64)。气流64在压缩机500中压缩，然后在与物流59和66合并之后，作为物流67返回到塔120的下部。
将气流68从塔140的大约中部取出。除了烃，它还包含水。该气流在塔150中用冷凝物逆流洗涤，并将气态产物(物流70)在热交换器270中冷却，然后在分成气相和液相(物流72和73)之后，作为产物排出。物流70中的NMP含量为约160ppm(重量)，表示这时的NMP损失为0.19千克/小时。
来自塔140的几乎完全解吸的溶剂路径顺序经过热交换器255(加热来自塔120的萃取液)、250(用于塔170的再沸器)、240(C4烃混合物的蒸发)和235(最终的溶剂冷却器，用于调节溶剂温度)。这样，它完全经过萃取区(I)和(III)以及解吸区(I)和(II)。
将来自塔120的顶部产物(物流45)和添加物流Zbc(物流11)加料到萃取区(II)，即塔100的下方1/3区域。将该气体与在热交换器215中热交换并随后在闪蒸罐400中闪蒸减压而得到的气流一起与溶剂(物流12和57)逆流通过。这样得到高纯度的丁烷级分(物流13)，其中丁烯仅为0.43％重量。如同来自塔130的顶部产物，气流13也被冷凝(热交换器200)并随后在倾析器300中部分去除水，然后将其作为液体烃回流(物流16)返回到塔100或作为产物作为丁烷级分(c)，即物流17而排出。
将来自萃取区(II)的已由热交换器加热的萃取液，即，物流20在热交换器220中重新进行间接热交换并减压，然后将其加料到解吸区(III)，即，塔110。在那里萃取液通过外部能量输入而基本上完全去除其中的C4烃。如此得到的丁烯级分(b)(物流23)也具有高纯度且包含仅1.85％重量的丁烷。在热交换器225中冷凝并在倾析器310中部分去除水之后，将丁烯级分部分以液体形式作为回流加料到塔110(物流26)并部分作为产物而排出(物流27)。
热交换器225需要冷却剂，因为丁烯级分的冷凝温度低。增加塔110中的压力水平是不可能的：一方面，塔110的底部温度会超过150℃限度，这相当于对溶剂产生不允许热应力，另一方面，烃的解吸受到阻碍，这只能通过另外输入外部能量而补偿。
在塔110中解吸的溶剂顺序经过热交换器220(萃取液预热)、215(升高萃取液的温度以为了压力闪蒸)、210(添加物流10a的蒸发器)和205(最终的冷却器，用于调节溶剂的温度)。由于任务多样，某些温度要预设定，因为物流28的烃含量不能无限高。在示例情况下，该浓度为800ppm(重量)。这意味着，它还完全经过吸收和解吸区(III)。
对于1，3-丁二烯级分(a)规格的最终调节，仅留下具有蒸馏塔160和170的区域。将粗丁二烯(物流80)加料到塔160的上部1/3区域。将气态塔顶产物(物流81)冷凝，然后在倾析器330中部分去除水之后，不仅作为液体烃回流(物流84)循环到塔160，而且作为产物(物流83)排出。应该注意，物流81由于安全原因必须不超过某个丙炔浓度。这种限定浓度是取决于压力的。其值在7巴的塔顶压力时为50％体积。
将来自塔160的几乎无水的底部出料在大约中部加料到塔170中。将该混合物在其中分离成高纯度1，3-丁二烯级分(物流89)和底部产物(物流91)，其中物流91是主要由烃(顺式-2-丁烯、1，3-丁二烯、1，2-丁二烯和C5烃)组成的混合物。1，3-丁二烯产量受预定1，3-丁二烯浓度的影响。在本实施例中它为25％重量。级分(a)，即纯丁二烯的产物规格如下：
1，3-丁二烯＝99.6％重量
总丁烯＝0.4％重量
丙炔＝10ppm(重量)
1，2-丁二烯＝50ppm(重量)
总C4乙炔＜5ppm(重量)
总C5-KW＜5ppm(重量)
最后，用于冷凝器和热交换器的交换能量[千瓦]如下：
热交换器    200：785
热交换器    205：8991
热交换器    210：482
热交换器    215：3127
热交换器    220：4000
热交换器    225：1679
热交换器    230：230
热交换器    235：2945
热交换器    240：1772
热交换器    245：857
热交换器    250：1671
热交换器    255：7264
热交换器    260：744
热交换器    265：1729
热交换器    270：572
热交换器    275：693
热交换器    280：1757

Claims (7)

1.一种将基本上包含1，3-丁二烯、丁烯、丁烷和其它C4烃的C4烃混合物分离成至少4种级分的方法，
a)基本上包含1，3-丁二烯的级分(a)，
b)基本上包含丁烯的级分(b)，
c)基本上包含丁烷的级分(c)，和
d)基本上包含1，3-丁二烯和其它C4烃的一个或多个级分(d)，
该方法利用N-甲基-2-吡咯烷酮或N-甲基-2-吡咯烷酮水溶液(NMP)进行萃取蒸馏来进行，
其中：
1.首先将气态C4烃混合物与NMP在萃取区(I)中进行接触，其中NMP和C4烃混合物的量比为5∶1-20∶1，这样1，3-丁二烯和其它C4烃基本上被NMP完全吸收，但丁烯和丁烷则基本上留在气相中；
2.从萃取区(I)中将未吸收的丁烯和丁烷(气流bc)和在步骤1中形成的萃取溶液(萃取溶液ad)分开取出；
3.将萃取溶液(ad)转移到具有相对萃取区(I)较低的压力和/或较高的温度的解吸区(I)并将1，3-丁二烯从萃取溶液(ad)中解吸，而主要部分的其它C4烃则留在液相中；
4.将在步骤3中形成的萃取溶液(萃取溶液d)和解吸的1，3-丁二烯(级分a)从解吸区(I)中分开取出，然后根据需要将一部分级分(a)返回到萃取区I；
5.将萃取溶液(d)转移到具有相对解吸区(I)较低的压力和/或较高的温度并具有压力和/或温度梯度的第二解吸区(II)，并将仍留在其中的1，3-丁二烯和其它C4烃从萃取溶液(d)中分级解吸成至少两种不同的级分(d)，其中至少一级分(级分d)中的其它C4烃的含量比萃取溶液(d)中的高至少10倍，以所有的C4烃的含量为基，且至少一级分(级分dR)中的其它C4烃的含量相应地比级分(d)中的低，以所有的C4烃的含量为基，
6.将在解吸区(II)中形成且基本上没有C4烃的NMP、以及级分(d)和(dR)从解吸区II中分开取出，然后将一种或多种级分(dR)返回到解吸区(I)，
7.首先将气流(bc)与NMP在萃取区(II)进行接触，这样丁烯基本上完全被NMP吸收，但丁烷则基本上留在气相中；
8.从萃取区(II)中取出未吸收的丁烷(级分c)和在步骤7中形成的萃取溶液(萃取溶液b)；
9.将萃取溶液(b)转移到具有相对萃取区(II)较低的压力和/或较高的温度的解吸区(III)，并且由此将丁烯从萃取溶液(b)中解吸；
10.将在步骤9中形成且基本上没有C4烃的NMP、以及解吸的丁烯(级分b)从解吸区(III)中取出；
11.将在步骤9中形成的NMP循环到萃取区(I)和(II)，
12.将从解吸区(I)中取出的1，3-丁二烯级分(a)一部分返回到萃取区I(级分a1)并将另一部分(级分a2)再次在萃取区(III)与按照步骤6回收的NMP进行接触，其中NMP与粗丁二烯级分(a2)的比为1∶3至1∶7，这样一部分级分(a2)和仍作为杂质包含在级分(a2)中的主要部分的其它C4烃被NMP吸收(萃取溶液ax)；和
13.将级分(a2)的未吸收部分(级分a3)从萃取区单独取出，和将萃取溶液(ax)返回到萃取区(I)。
2.根据权利要求1所要求的方法，其中所述C4烃混合物包含：
10-80％重量的1，3-丁二烯；
10-60％重量的丁烯；
5-40％重量的丁烷；和
0.1-5％重量的其它C4烃。
3.根据权利要求1或2所要求的方法，其中所述萃取区(I)为两个相互连接的塔的形式。
4.根据权利要求1或2所要求的方法，其中所述萃取区(I)、(II)和(III)为塔的形式，且将气流以与NMP逆流的方式通过所述塔。
5.根据权利要求1或2所要求的方法，其中在权利要求1步骤3和5中所述的解吸作用通过相对萃取区(I)升高解吸区(I)的温度以及相对解吸区(I)升高解吸区(II)的温度来进行，其中通过在热交换区中的间接热交换，将已按照权利要求1步骤11从解吸区(II)中取出的NMP的热量供给解吸区(I)。
6.根据权利要求1或2所要求的方法，其中将基本上由丁烷与丁烯的混合物组成的另一烃物流，即添加物流Zbc加入在步骤1中形成的气流中。
7.根据权利要求1或2所要求的方法，其中通过与蒸汽的间接热交换将所述解吸区(II)和(III)升温以将NMP从烃中完全解吸。
CNB99805593XA 1998-04-27 1999-04-13 C4烃混合物的分离方法 Expired - Lifetime CN1160283C (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
DE19818810.2 1998-04-27
DE19818810A DE19818810A1 (de) 1998-04-27 1998-04-27 Verfahren zum Trennen eines C4-Kohlenwasserstoffgemisches

Publications (2)

Publication Number Publication Date
CN1298375A CN1298375A (zh) 2001-06-06
CN1160283C true CN1160283C (zh) 2004-08-04

Family

ID=7865952

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CNB99805593XA Expired - Lifetime CN1160283C (zh) 1998-04-27 1999-04-13 C4烃混合物的分离方法

Country Status (18)

Country Link
US (1) US6337429B1 (zh)
EP (1) EP1076638B1 (zh)
JP (1) JP2003524585A (zh)
KR (1) KR100527326B1 (zh)
CN (1) CN1160283C (zh)
AT (1) ATE243178T1 (zh)
AU (1) AU754468B2 (zh)
BR (1) BR9909926A (zh)
CA (1) CA2330137C (zh)
DE (2) DE19818810A1 (zh)
DK (1) DK1076638T3 (zh)
ES (1) ES2203119T3 (zh)
HU (1) HU225347B1 (zh)
ID (1) ID27992A (zh)
MY (1) MY121064A (zh)
SA (1) SA99200254B1 (zh)
TW (1) TW461883B (zh)
WO (1) WO1999055647A1 (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101172929B (zh) * 2006-10-31 2010-05-19 中国石油化工股份有限公司 Nmp法丁二烯一段抽提方法
CN105593195A (zh) * 2013-11-22 2016-05-18 Lg化学株式会社 在通过氧化脱氢反应的丁二烯生产过程中回收吸收溶剂的方法

Families Citing this family (26)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
DE10219375A1 (de) 2002-04-30 2003-11-13 Basf Ag Kontinuierliches Verfahren zur Gewinnung von Butenen aus einem C4-Schnitt
DE10233620A1 (de) * 2002-07-24 2004-02-12 Basf Ag Kontinuierliches Verfahren zur Auftrennung eines C4-Schnittes
DE10233621A1 (de) * 2002-07-24 2004-02-19 Basf Ag Verfahren zur Aufarbeitung von Roh-1,3-Butadien
DE102004004724A1 (de) † 2004-01-29 2005-08-18 Basf Ag Herstellung von 3-Pentennitril aus 1,3-Butadien
US20060155154A1 (en) * 2005-01-07 2006-07-13 Catalytic Distillation Technologies Process for the selective hydrogenation of alkynes
DE102005023549A1 (de) * 2005-05-21 2006-11-23 Oxeno Olefinchemie Gmbh Verfahren zur Oligomerisierung von Butenen
CN101050159B (zh) * 2007-05-17 2010-06-23 新疆独山子天利高新技术股份有限公司 分离丁烷与丁烯的方法及其专用装置
DE102008007081B4 (de) 2008-01-31 2018-12-06 Evonik Degussa Gmbh Verfahren zur Herstellung von n-Buten-Oligomeren und 1-Buten aus technischen Mischungen I von C4-Kohlenwasserstoffen
KR101771270B1 (ko) * 2009-11-03 2017-08-24 바스프 에스이 선택성 용매를 이용한 추출 증류에 의한 ｃ₄ 분획물 분리 방법
DE102010011014A1 (de) * 2010-03-11 2011-09-15 Basf Se Verfahren und Vorrichtung zur destillativen Gewinnung von Rein-1,3-Butadien aus Roh-1,3-Butadien
CN103502188B (zh) * 2011-03-03 2016-03-16 巴斯夫欧洲公司 包含丁烯和/或丁二烯的料流的后处理方法
CN102633585A (zh) * 2012-02-03 2012-08-15 南京迈森科技发展有限公司 一种高纯度丙烷、异丁烷与正丁烷的制备方法
HUE040522T2 (hu) * 2012-09-20 2019-03-28 Lummus Technology Inc Butadién-extrakciós elõabszorber
RU2015116692A (ru) 2012-10-01 2016-11-27 Басф Се Способ разделения смеси углеводородов посредством экстрактивной перегонки
EP2906519B1 (en) * 2012-10-09 2021-01-06 Lummus Technology LLC Flexible butadiene extraction process
KR101788420B1 (ko) 2012-10-30 2017-11-15 루머스 테크놀로지 인코포레이티드 부타디엔 추출 프로세스
CN103787812B (zh) * 2012-10-30 2016-03-30 中国石油化工股份有限公司 一种丁二烯尾气加氢系统及加氢方法
BR112015010335B1 (pt) * 2012-11-07 2020-05-05 Lummus Technology Inc processo e sistema para extração de olefina seletiva
US20140296587A1 (en) * 2013-03-28 2014-10-02 Uop Llc Integrated Process for Increasing Butadiene Production
JPWO2014168051A1 (ja) * 2013-04-10 2017-02-16 Jsr株式会社 １，３−ブタジエンの製造方法
CN105324353B (zh) 2013-06-19 2017-10-17 沙特基础工业公司 用于分离和纯化丁二烯和异戊二烯的共提取系统
WO2015076624A1 (ko) * 2013-11-22 2015-05-28 주식회사 엘지화학 산화탈수소 반응을 통한 부타디엔 제조 공정 내 흡수 용매 회수방법
WO2016113185A1 (en) 2015-01-14 2016-07-21 Evonik Degussa Gmbh Integrated process for making propene oxide and an alkyl tert-butyl ether
US10053440B2 (en) 2015-01-14 2018-08-21 Evonik Degussa Gmbh Integrated process for making propene oxide and an alkyl tert-butyl ether
KR20190031907A (ko) 2017-09-19 2019-03-27 금오공과대학교 산학협력단 공전 및 자전 믹서
EP4100382A1 (en) * 2020-02-06 2022-12-14 SABIC Global Technologies B.V. Systems and methods for enhancing the extractive section operability and modifying solvent heat recovery cycle in the separation of c4 mixtures

Family Cites Families (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3001608A (en) 1957-02-23 1961-09-26 Basf Ag Solvents for the separation of diolefines from mixtures of hydrocarbons
DE1059436B (de) 1957-02-23 1959-06-18 Basf Ag Verfahren zur Trennung von Olefinen und Diolefinen
US4166771A (en) * 1977-03-23 1979-09-04 Phillip Petroleum Company Butadiene recovery
DE2823983C3 (de) 1978-06-01 1981-02-19 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur Gewinnung von Butadien-13 aus einem C4 -Kohlenwasserstoffgemisch
DE2840124B2 (de) 1978-09-15 1980-07-10 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur Gewinnung von Butadien aus einem C4 -Kohlenwasserstoff-Gemisch
JPS5892625A (ja) * 1981-11-27 1983-06-02 Nippon Zeon Co Ltd Ｃ↓４炭化水素留分より高純度ブテン−１又はブテン−１／イソブテン混合物の分離方法
DE3339157A1 (de) 1983-10-28 1985-05-09 Basf Ag, 6700 Ludwigshafen Verfahren zur gewinnung eines konjugierten diolefins und/oder olefins aus einem c(pfeil abwaerts)4(pfeil abwaerts)- oder c(pfeil abwaerts)5(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffgemisch
FR2673178B1 (fr) * 1991-02-26 1994-02-11 Institut Francais Petrole Procede de separation de butanes et de butenes par distillation extractive.
US6040489A (en) * 1998-12-09 2000-03-21 Uop Llc 1,3-Butadiene separation from a crude C4 stream using catalytic extractive distillation

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN101172929B (zh) * 2006-10-31 2010-05-19 中国石油化工股份有限公司 Nmp法丁二烯一段抽提方法
CN105593195A (zh) * 2013-11-22 2016-05-18 Lg化学株式会社 在通过氧化脱氢反应的丁二烯生产过程中回收吸收溶剂的方法
US9919260B2 (en) 2013-11-22 2018-03-20 Lg Chem, Ltd. Method of recovering absorption solvent in butadiene production process by oxidative dehydrogenation
CN105593195B (zh) * 2013-11-22 2018-08-28 Lg化学株式会社 在通过氧化脱氢反应的丁二烯生产过程中回收吸收溶剂的方法

Also Published As

Publication number Publication date
TW461883B (en) 2001-11-01
AU754468B2 (en) 2002-11-14
HUP0102611A3 (en) 2003-07-28
ES2203119T3 (es) 2004-04-01
BR9909926A (pt) 2000-12-26
EP1076638B1 (de) 2003-06-18
MY121064A (en) 2005-12-30
HU225347B1 (en) 2006-10-28
ATE243178T1 (de) 2003-07-15
JP2003524585A (ja) 2003-08-19
KR20010043057A (ko) 2001-05-25
EP1076638A1 (de) 2001-02-21
KR100527326B1 (ko) 2005-11-09
HUP0102611A2 (hu) 2003-04-28
US6337429B1 (en) 2002-01-08
DE19818810A1 (de) 1999-10-28
AU3606099A (en) 1999-11-16
DK1076638T3 (da) 2003-07-14
SA99200254B1 (ar) 2006-07-30
CN1298375A (zh) 2001-06-06
WO1999055647A1 (de) 1999-11-04
CA2330137C (en) 2006-12-19
DE59906010D1 (de) 2003-07-24
CA2330137A1 (en) 1999-11-04
ID27992A (id) 2001-05-03

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN1160283C (zh) C4烃混合物的分离方法
CN1171062C (zh) 用于分离烃气体组份的方法
CN1266445C (zh) 液化天然气制冷方法以及使用这种方法的设备
CN1518656A (zh) 低温天然气加工设备中lng的生产
CN1089740C (zh) 烃气体的处理
CN1230410C (zh) 生产和提纯(甲基)丙烯酸的连续法
CN1229365C (zh) 包含四氢呋喃、γ－丁内酯和/或1,4－丁二醇的混合物的蒸馏分离方法
CN1990443A (zh) 由c4烃的工业混合物制备乙基叔丁基醚的方法
CN1274659C (zh) 容易聚合化合物用蒸馏装置
CN1942726A (zh) 液化天然气的处理
MX2011001078A (es) Reduccion de alta energia en una unidad de deshidrogenacion de propano, por ejemplo de una columna separadora de producto con alta presion.
CN1592836A (zh) 天然气液化
CN1012573B (zh) 洗涤气体回收烃类的方法
CN1914154A (zh) 制备3－戊烯腈的方法
CN101033170A (zh) 用于对乙醇进行脱水的方法
CN1793092A (zh) 乙烯的回收和纯化
CN1914161A (zh) 由1,3－丁二烯制备3－戊烯腈
CN101074183A (zh) 用于低聚丁烯的方法
CN1263725C (zh) （甲基）丙烯酸的精制方法
CN1102879A (zh) 低温分馏及气体纯化的自冷冻方法和用于实现该方法的热交换器
CN1185201C (zh) 氧化丙烯和/或丙烯醛所得到的丙烯酸的纯化方法
CN1914159A (zh) 制备线性戊烯腈的方法
CN100349854C (zh) (甲基)丙烯酸酯的制备方法
CN1032537A (zh) 粗仲丁醇的蒸馏提纯方法
CN1249002C (zh) 苯酚与苯酚衍生物工业中二元酚的分离和提纯方法及装置

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
CX01 Expiry of patent term

Granted publication date: 20040804

CX01 Expiry of patent term