JPH0131799B2 - - Google Patents
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- JPH0131799B2 JPH0131799B2 JP57050688A JP5068882A JPH0131799B2 JP H0131799 B2 JPH0131799 B2 JP H0131799B2 JP 57050688 A JP57050688 A JP 57050688A JP 5068882 A JP5068882 A JP 5068882A JP H0131799 B2 JPH0131799 B2 JP H0131799B2
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- polar solvent
- hydrocarbon mixture
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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
- C10G7/00—Distillation of hydrocarbon oils
- C10G7/08—Azeotropic or extractive distillation
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Vaporization, Distillation, Condensation, Sublimation, And Cold Traps (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Description
本発明は炭化水素混合物、特にC4あるいはC5
炭化水素混合物からオレフインおよび／またはジ
オレフインを分離するに際し、該炭化水素混合物
を極性溶剤中で蒸留し比較的難溶性炭化水素のパ
ラフインおよび／またはオレフインを塔頂より取
り出し、同時に塔底より比較的易溶性のオレフイ
ンおよび／またはジオレフインを含む溶剤溶液を
取り出す抽出蒸留工程における改良方法に関する
ものである。 本発明でいう比較的難溶性炭化水素および比較
的易溶性炭化水素とは極性溶剤に対する溶解性を
比較的に表現したもので、例えばオレフイン―ジ
オレフイン混合物ではオレフインが比較的難溶性
炭化水素、ジオレフインが比較的易溶性炭化水素
であり、またパラフイン―オレフイン混合物では
パラフインが比較的難溶性炭化水素、オレフイン
が比較的易溶性炭化水素である。参考として第１
表に代表的極性溶剤であるジメチルホルムアミド
及びＮ―メチルピロリドンに対するC4炭化水素
の溶解度を示す。
炭化水素混合物からオレフインおよび／またはジ
オレフインを分離するに際し、該炭化水素混合物
を極性溶剤中で蒸留し比較的難溶性炭化水素のパ
ラフインおよび／またはオレフインを塔頂より取
り出し、同時に塔底より比較的易溶性のオレフイ
ンおよび／またはジオレフインを含む溶剤溶液を
取り出す抽出蒸留工程における改良方法に関する
ものである。 本発明でいう比較的難溶性炭化水素および比較
的易溶性炭化水素とは極性溶剤に対する溶解性を
比較的に表現したもので、例えばオレフイン―ジ
オレフイン混合物ではオレフインが比較的難溶性
炭化水素、ジオレフインが比較的易溶性炭化水素
であり、またパラフイン―オレフイン混合物では
パラフインが比較的難溶性炭化水素、オレフイン
が比較的易溶性炭化水素である。参考として第１
表に代表的極性溶剤であるジメチルホルムアミド
及びＮ―メチルピロリドンに対するC4炭化水素
の溶解度を示す。
【表】
C4およびC5炭化水素混合物中にはそれぞれブ
タジエン、イソプレンが含まれており、これらは
合成ゴム、合成樹脂等の原料として重要である。
また、オレフイン類ではイソブテンがメチルメタ
クリレートの原料として、ｎ―ブテンが無水マレ
イン酸および脱水素ブタジエンの原料として注目
されている。 これらの有効成分をC4およびC5炭化水素混合
物から極性溶剤を使用した抽出蒸留法により分離
する方法としては特公昭45−17405号、特公昭45
−17411号、特公昭47−41323号、特開昭56−
83421号等により開示されている。 通常、抽出蒸留は抽出蒸留塔と放散塔よりなる
装置を用いて行なわれる。C4またはC5炭化水素
混合物中の易溶性炭化水素であるオレフインおよ
び／またはジオレフインは抽出蒸留塔塔底から溶
剤との混合物で取出され、放散塔に送られて炭化
水素と溶剤とに分離される。一般に、放散塔は
0.5〜５気圧の圧力で操作され、塔底からは炭化
水素を実質的に含まない極性溶剤がその圧力下に
おける沸点で取り出される。通常、この溶剤の温
度は100〜200℃と高温なので抽出蒸留塔リボイラ
ーおよび／または原料蒸発器の熱源として、その
熱エネルギーを回収した後に抽出蒸留塔に返送し
ている（U.WAGNER 他、I.E.CVol.62No.４
APRIL1970，43〜48頁）。 本発明者らは抽出蒸留における放散塔塔底から
の高温で排出される溶剤の熱を効率的に回収する
方法につき種々検討を重ねた結果、溶剤の熱量を
徹底的に回収、利用する方法を見い出し本発明を
完成させた。 すなわち、本発明の抽出蒸留は極性溶剤を用
い、２基の原料炭化水素混合物の蒸発器、抽出蒸
留塔、放散塔及び精留塔を備えた抽出蒸留装置に
より、炭化水素混合物から比較的難溶性炭化水素
のパラフインおよび／またはオレフインと比較的
易溶性炭化水素のオレフインおよび／またはジオ
レフインとを分離する方法において、放散塔塔底
からの高温で排出される極性溶剤が抽出蒸留塔の
リボイラーに熱を付与する工程、精留塔のリボイ
ラーに熱を付与する工程、続いて２基の原料蒸発
器に順次熱を付与する工程を経て適温に冷却され
て抽出蒸留塔へ再循環されるプロセス並びに原料
炭化水素混合物が２基の原料蒸発器で加熱され第
１の蒸発器では送入に必要な圧力まで蒸発され第
２以降の蒸発器では蒸発後必要に応じ圧縮機にて
送入に必要な圧力まで昇圧して抽出蒸留塔へ供給
されるプロセスの両者を含むことにより達成され
る。 本発明において使用される極性溶剤はジメチル
ホルムアミド、ジエチルホルムアミド、ジメチル
アセトアミド等のＮ―アルキル置換低級脂肪酸ア
ミド、フルフラール、Ｎ―メチルピロリドン、ホ
ルミルモルホリン、ベータメトキシプロピオニト
リル等の炭化水素留分からジオレフイン抽出蒸留
用溶剤として用いられている極性溶剤が使用でき
る。これら極性溶剤は単独で使用できるのみなら
ず２種以上混合して使用してもよいし、また沸点
を調整するため水、メタノール等を適当量混合し
てもよい。さらには、ジオレフイン類、アセチレ
ン類の重合を防止する重合防止剤、酸化防止剤、
消泡剤等を併用することもできる。重合防止剤と
しては重合防止および／または連鎖移動作用を有
するものであれば各種のものを使用でき、特にｔ
―ブチルカテコール、硫黄、亜硝酸ソーダ、ベン
ツアルデヒド、芳香族ニトロ化合物等を単独ある
いは２種以上組合せて使用することができる。 次に、本発明の好ましい実施態様を第１図によ
り説明する。 100段から成る抽出蒸留塔Ａの塔底からの比較
的易溶性炭化水素を含む極性溶剤は管１を経て放
散塔Ｂの塔頂より数段下に供給され、ここで炭化
水素と極性溶剤とに分離される。塔内は通常0.5
〜５気圧、塔底温度はその圧力における極性溶剤
の沸点で操作することができる。放散塔塔頂から
はジオレフインおよび／またはオレフインが管２
を経て取り出され、さらに精留塔Ｅで精製操作を
受けて目的の炭化水素成分とされる。放散塔Ｂの
塔底からは高温（通常100℃〜200℃）の溶剤のみ
が取り出されたポンプＣにより所定圧力に昇圧さ
れて管３を経て抽出蒸留塔塔底のリボイラーＤ―
１、Ｄ―２に送られて熱が回収される。該リボイ
ラーは１個または２個以上の直列または並列に接
続された熱交換器よりなるが、これに限定されな
い。リボイラーＤ―２より排出された溶剤は管４
を経て精留塔ＥのリボイラーＦに送られ再び熱が
回収される。リボイラーＦより排出された極性溶
剤は管５を経て第１の原料蒸発器Ｇ―１に送入さ
れ、つづいて第２の原料蒸発器Ｇ―２に送入さ
れ、それぞれにおいて熱が回収され適温に冷却さ
れて管７を経て抽出蒸留塔Ａの塔頂より数段下に
再び抽出蒸留用溶剤として循環供給される。 一方、原料炭化水素混合物は管８を経て原料蒸
発器Ｇ―１、Ｇ―２に分割して供給される。原料
蒸発器Ｇ―１の熱源としての極性溶剤は充分に高
い温度を保有しているので原料炭化水素混合物を
抽出蒸留塔に供給されるに必要かつ充分な圧力に
蒸発させ、蒸発したガスは管１０を経て抽出蒸留
塔Ａに供給される。しかし、第２以降の原料蒸発
器Ｇ―２では、すでに極性溶剤の温度が低下して
おり、このＧ―２で蒸発するガスに充分な圧力を
与えることができないので圧縮機Ｈで昇圧してか
ら、Ｇ―１からのガスと合せて抽出蒸留塔Ａに供
給される。抽出蒸留塔Ａは通常１〜20気圧で操作
され、極性溶剤に比較的難溶性のパラフインおよ
び／またはオレフインはラフイネートとして塔頂
より管１１を経て排出される。また、比較的易溶
性のオレフインおよび／またはジオレフインは塔
底から管１を経て取り出される。 第２図は比較例を示したものである。抽出蒸留
塔Ａおよび放散塔Ｂに関しては第１図と同様であ
る。抽出蒸留塔塔底のリボイラーＤ―２からの極
性溶剤は直接原料蒸発器Ｇに送られる。原料蒸発
器は一基で蒸発したガスは抽出蒸留塔Ａに供給さ
れるに充分な圧力を保有する。原料蒸発器Ｇから
排出された極性溶剤は抽出蒸留塔Ａに供給するに
は未だ温度が高く、冷却器Ｉで冷却水により冷却
されて供給される必要がある。この第２図の場合
では極性溶剤の熱を第１図に示される如く精留塔
ＥのリボイラーＦで回収することは不可能であ
る。 以下、実施例により本発明の方法を具体的に説
明する。 実施例 第１図に示される装置を用いた。100段よりな
る抽出蒸留塔Ａの中段に管１０を経て第２表に示
される炭化水素混合物150Kg／Ｈをガス状で供給
し、極性溶剤を管７を経て抽出蒸留塔塔頂より数
段下に流量1000Kg／Ｈ、温度40℃で供給した。 塔頂圧3.0Kg／cm2ゲージ、塔頂温度35℃、還流
液100Kg／Ｈ、塔底温度145℃の条件で操作した結
果、抽出蒸留塔の塔頂から比較的難溶性炭化水素
混合物88.2Kg／Ｈを得た。 放散塔Ｂは圧力0.1Kg／cm2ゲージ、塔底温度163
℃の条件で操作した。放散塔塔頂からは比較的易
溶性炭化水素混合物61.8Kg／Ｈが得られ、これは
次の精留工程に送入され、さらに精製された。放
散塔塔底からの高温（163℃）の極性溶剤はポン
プＣ、管３を経て抽出蒸留塔Ａ塔底のリボイラー
Ｄ―１、Ｄ―２に送られてその熱量が回収され
た。リボイラーＤ―２出口の管４における温度は
82℃であつた。 次に、極性溶剤は精留塔Ｅ塔底のリボイラーＦ
に送られ、該リボイラーに7500Kcal／Ｈの熱量
を与え、リボイラー出口の管５における温度は67
℃であつた。この67℃の極性溶剤は原料蒸発器Ｇ
―１、Ｇ―２に順次に送られ、40℃まで熱量を回
収された後、管７を経て再び抽出蒸留塔Ａに循環
供給された。 第１の原料蒸発器Ｇ―１よりの炭化水素ガスは
圧力4.0Kg／cm2ゲージであつたので、そのまま抽
出蒸留塔Ａに供給できたが、第２の原料蒸発器Ｇ
―２よりの炭化水素ガスは圧力3.0Kg／cm2ゲージ
であつたので圧縮機Ｈにて4.0Kg／cm2ゲージまで
昇圧して抽出蒸留塔Ａに供給した。 スチーム所要量は抽出蒸留塔Ａ、放散塔Ｂを合
計して51Kg／Ｈであつた。原料炭化水素混合物、
分離された比較的難溶性炭化水素および比較的易
溶性炭化水素の組成を第２表に示す。 なお、極性溶剤は無水のジメチルホルムアミド
にニトロベンゼン0.1重量％、亜硝酸ソーダ0.05
重量％を混合したものを使用した。
タジエン、イソプレンが含まれており、これらは
合成ゴム、合成樹脂等の原料として重要である。
また、オレフイン類ではイソブテンがメチルメタ
クリレートの原料として、ｎ―ブテンが無水マレ
イン酸および脱水素ブタジエンの原料として注目
されている。 これらの有効成分をC4およびC5炭化水素混合
物から極性溶剤を使用した抽出蒸留法により分離
する方法としては特公昭45−17405号、特公昭45
−17411号、特公昭47−41323号、特開昭56−
83421号等により開示されている。 通常、抽出蒸留は抽出蒸留塔と放散塔よりなる
装置を用いて行なわれる。C4またはC5炭化水素
混合物中の易溶性炭化水素であるオレフインおよ
び／またはジオレフインは抽出蒸留塔塔底から溶
剤との混合物で取出され、放散塔に送られて炭化
水素と溶剤とに分離される。一般に、放散塔は
0.5〜５気圧の圧力で操作され、塔底からは炭化
水素を実質的に含まない極性溶剤がその圧力下に
おける沸点で取り出される。通常、この溶剤の温
度は100〜200℃と高温なので抽出蒸留塔リボイラ
ーおよび／または原料蒸発器の熱源として、その
熱エネルギーを回収した後に抽出蒸留塔に返送し
ている（U.WAGNER 他、I.E.CVol.62No.４
APRIL1970，43〜48頁）。 本発明者らは抽出蒸留における放散塔塔底から
の高温で排出される溶剤の熱を効率的に回収する
方法につき種々検討を重ねた結果、溶剤の熱量を
徹底的に回収、利用する方法を見い出し本発明を
完成させた。 すなわち、本発明の抽出蒸留は極性溶剤を用
い、２基の原料炭化水素混合物の蒸発器、抽出蒸
留塔、放散塔及び精留塔を備えた抽出蒸留装置に
より、炭化水素混合物から比較的難溶性炭化水素
のパラフインおよび／またはオレフインと比較的
易溶性炭化水素のオレフインおよび／またはジオ
レフインとを分離する方法において、放散塔塔底
からの高温で排出される極性溶剤が抽出蒸留塔の
リボイラーに熱を付与する工程、精留塔のリボイ
ラーに熱を付与する工程、続いて２基の原料蒸発
器に順次熱を付与する工程を経て適温に冷却され
て抽出蒸留塔へ再循環されるプロセス並びに原料
炭化水素混合物が２基の原料蒸発器で加熱され第
１の蒸発器では送入に必要な圧力まで蒸発され第
２以降の蒸発器では蒸発後必要に応じ圧縮機にて
送入に必要な圧力まで昇圧して抽出蒸留塔へ供給
されるプロセスの両者を含むことにより達成され
る。 本発明において使用される極性溶剤はジメチル
ホルムアミド、ジエチルホルムアミド、ジメチル
アセトアミド等のＮ―アルキル置換低級脂肪酸ア
ミド、フルフラール、Ｎ―メチルピロリドン、ホ
ルミルモルホリン、ベータメトキシプロピオニト
リル等の炭化水素留分からジオレフイン抽出蒸留
用溶剤として用いられている極性溶剤が使用でき
る。これら極性溶剤は単独で使用できるのみなら
ず２種以上混合して使用してもよいし、また沸点
を調整するため水、メタノール等を適当量混合し
てもよい。さらには、ジオレフイン類、アセチレ
ン類の重合を防止する重合防止剤、酸化防止剤、
消泡剤等を併用することもできる。重合防止剤と
しては重合防止および／または連鎖移動作用を有
するものであれば各種のものを使用でき、特にｔ
―ブチルカテコール、硫黄、亜硝酸ソーダ、ベン
ツアルデヒド、芳香族ニトロ化合物等を単独ある
いは２種以上組合せて使用することができる。 次に、本発明の好ましい実施態様を第１図によ
り説明する。 100段から成る抽出蒸留塔Ａの塔底からの比較
的易溶性炭化水素を含む極性溶剤は管１を経て放
散塔Ｂの塔頂より数段下に供給され、ここで炭化
水素と極性溶剤とに分離される。塔内は通常0.5
〜５気圧、塔底温度はその圧力における極性溶剤
の沸点で操作することができる。放散塔塔頂から
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を経て取り出され、さらに精留塔Ｅで精製操作を
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塔底からは高温（通常100℃〜200℃）の溶剤のみ
が取り出されたポンプＣにより所定圧力に昇圧さ
れて管３を経て抽出蒸留塔塔底のリボイラーＤ―
１、Ｄ―２に送られて熱が回収される。該リボイ
ラーは１個または２個以上の直列または並列に接
続された熱交換器よりなるが、これに限定されな
い。リボイラーＤ―２より排出された溶剤は管４
を経て精留塔ＥのリボイラーＦに送られ再び熱が
回収される。リボイラーＦより排出された極性溶
剤は管５を経て第１の原料蒸発器Ｇ―１に送入さ
れ、つづいて第２の原料蒸発器Ｇ―２に送入さ
れ、それぞれにおいて熱が回収され適温に冷却さ
れて管７を経て抽出蒸留塔Ａの塔頂より数段下に
再び抽出蒸留用溶剤として循環供給される。 一方、原料炭化水素混合物は管８を経て原料蒸
発器Ｇ―１、Ｇ―２に分割して供給される。原料
蒸発器Ｇ―１の熱源としての極性溶剤は充分に高
い温度を保有しているので原料炭化水素混合物を
抽出蒸留塔に供給されるに必要かつ充分な圧力に
蒸発させ、蒸発したガスは管１０を経て抽出蒸留
塔Ａに供給される。しかし、第２以降の原料蒸発
器Ｇ―２では、すでに極性溶剤の温度が低下して
おり、このＧ―２で蒸発するガスに充分な圧力を
与えることができないので圧縮機Ｈで昇圧してか
ら、Ｇ―１からのガスと合せて抽出蒸留塔Ａに供
給される。抽出蒸留塔Ａは通常１〜20気圧で操作
され、極性溶剤に比較的難溶性のパラフインおよ
び／またはオレフインはラフイネートとして塔頂
より管１１を経て排出される。また、比較的易溶
性のオレフインおよび／またはジオレフインは塔
底から管１を経て取り出される。 第２図は比較例を示したものである。抽出蒸留
塔Ａおよび放散塔Ｂに関しては第１図と同様であ
る。抽出蒸留塔塔底のリボイラーＤ―２からの極
性溶剤は直接原料蒸発器Ｇに送られる。原料蒸発
器は一基で蒸発したガスは抽出蒸留塔Ａに供給さ
れるに充分な圧力を保有する。原料蒸発器Ｇから
排出された極性溶剤は抽出蒸留塔Ａに供給するに
は未だ温度が高く、冷却器Ｉで冷却水により冷却
されて供給される必要がある。この第２図の場合
では極性溶剤の熱を第１図に示される如く精留塔
ＥのリボイラーＦで回収することは不可能であ
る。 以下、実施例により本発明の方法を具体的に説
明する。 実施例 第１図に示される装置を用いた。100段よりな
る抽出蒸留塔Ａの中段に管１０を経て第２表に示
される炭化水素混合物150Kg／Ｈをガス状で供給
し、極性溶剤を管７を経て抽出蒸留塔塔頂より数
段下に流量1000Kg／Ｈ、温度40℃で供給した。 塔頂圧3.0Kg／cm2ゲージ、塔頂温度35℃、還流
液100Kg／Ｈ、塔底温度145℃の条件で操作した結
果、抽出蒸留塔の塔頂から比較的難溶性炭化水素
混合物88.2Kg／Ｈを得た。 放散塔Ｂは圧力0.1Kg／cm2ゲージ、塔底温度163
℃の条件で操作した。放散塔塔頂からは比較的易
溶性炭化水素混合物61.8Kg／Ｈが得られ、これは
次の精留工程に送入され、さらに精製された。放
散塔塔底からの高温（163℃）の極性溶剤はポン
プＣ、管３を経て抽出蒸留塔Ａ塔底のリボイラー
Ｄ―１、Ｄ―２に送られてその熱量が回収され
た。リボイラーＤ―２出口の管４における温度は
82℃であつた。 次に、極性溶剤は精留塔Ｅ塔底のリボイラーＦ
に送られ、該リボイラーに7500Kcal／Ｈの熱量
を与え、リボイラー出口の管５における温度は67
℃であつた。この67℃の極性溶剤は原料蒸発器Ｇ
―１、Ｇ―２に順次に送られ、40℃まで熱量を回
収された後、管７を経て再び抽出蒸留塔Ａに循環
供給された。 第１の原料蒸発器Ｇ―１よりの炭化水素ガスは
圧力4.0Kg／cm2ゲージであつたので、そのまま抽
出蒸留塔Ａに供給できたが、第２の原料蒸発器Ｇ
―２よりの炭化水素ガスは圧力3.0Kg／cm2ゲージ
であつたので圧縮機Ｈにて4.0Kg／cm2ゲージまで
昇圧して抽出蒸留塔Ａに供給した。 スチーム所要量は抽出蒸留塔Ａ、放散塔Ｂを合
計して51Kg／Ｈであつた。原料炭化水素混合物、
分離された比較的難溶性炭化水素および比較的易
溶性炭化水素の組成を第２表に示す。 なお、極性溶剤は無水のジメチルホルムアミド
にニトロベンゼン0.1重量％、亜硝酸ソーダ0.05
重量％を混合したものを使用した。
【表】
比較例
第２図に示す装置を用いた。抽出蒸留塔Ａ及び
放散塔Ｂは実施例と同じものを用い、供給する炭
化水素混合物の組成、供給段その他操作条件は実
施例の場合と同様にして抽出蒸留を行つた。放散
塔からは高温（163℃）の極性溶剤が排出され、
ポンプＣ、管３を経て抽出蒸留塔塔底のリボイラ
ーＤ―１、Ｄ―２に送られてその高温の熱量が回
収された。リボイラーＤ―２出口の管４における
温度は82℃であつた。該極性溶剤は直接原料蒸発
器Ｇに送られ55℃まで熱量が回収された。該蒸発
器よりのガスは圧力4.0Kg／cm2ゲージであつたの
で、そのまま抽出蒸留塔Ａに供給された。一方、
該蒸発器よりの極性溶剤は冷却器Ｉで40℃まで冷
却された後抽出蒸留塔Ａに再循環された。 本比較例では、精留塔Ｅは別ラインとしたため
図示していないが、精留塔ＥのリボイラーＦの熱
源はすべてスチームを使用した。 比較例におけるスチーム所要量は抽出蒸留塔
Ａ、放散塔Ｂおよび精留塔Ｅを合計して65Kg／Ｈ
であり、実施例と比較して28％増加していた。 なお、極性溶剤は実施例と同じものを使用し
た。また、分離された比較的難溶性炭化水素と比
較的易溶性炭化水素の量および組成は実施例の場
合とほぼ同様であつた。
放散塔Ｂは実施例と同じものを用い、供給する炭
化水素混合物の組成、供給段その他操作条件は実
施例の場合と同様にして抽出蒸留を行つた。放散
塔からは高温（163℃）の極性溶剤が排出され、
ポンプＣ、管３を経て抽出蒸留塔塔底のリボイラ
ーＤ―１、Ｄ―２に送られてその高温の熱量が回
収された。リボイラーＤ―２出口の管４における
温度は82℃であつた。該極性溶剤は直接原料蒸発
器Ｇに送られ55℃まで熱量が回収された。該蒸発
器よりのガスは圧力4.0Kg／cm2ゲージであつたの
で、そのまま抽出蒸留塔Ａに供給された。一方、
該蒸発器よりの極性溶剤は冷却器Ｉで40℃まで冷
却された後抽出蒸留塔Ａに再循環された。 本比較例では、精留塔Ｅは別ラインとしたため
図示していないが、精留塔ＥのリボイラーＦの熱
源はすべてスチームを使用した。 比較例におけるスチーム所要量は抽出蒸留塔
Ａ、放散塔Ｂおよび精留塔Ｅを合計して65Kg／Ｈ
であり、実施例と比較して28％増加していた。 なお、極性溶剤は実施例と同じものを使用し
た。また、分離された比較的難溶性炭化水素と比
較的易溶性炭化水素の量および組成は実施例の場
合とほぼ同様であつた。
第１図は本発明の好ましい実施の態様を示すフ
ローを、第２図は比較例のフローを示す。ここ
で、Ａは抽出蒸留塔、Ｂは放散塔、Ｄ―１、Ｄ―
２、Ｆはリボイラー、Ｅは精留塔、Ｇ―１、Ｇ―
２、Ｇは原料蒸発器、Ｈは圧縮機をそれぞれ表わ
している。
ローを、第２図は比較例のフローを示す。ここ
で、Ａは抽出蒸留塔、Ｂは放散塔、Ｄ―１、Ｄ―
２、Ｆはリボイラー、Ｅは精留塔、Ｇ―１、Ｇ―
２、Ｇは原料蒸発器、Ｈは圧縮機をそれぞれ表わ
している。
Claims (1)
- 【特許請求の範囲】 １ 極性溶剤を用い、２基の原料蒸発器、抽出蒸
留塔、放散塔及び精留塔を備えた抽出蒸留装置に
より、炭化水素混合物から比較的難溶性炭化水素
のパラフインおよび／またはオレフインと比較的
易溶性炭化水素のオレフインおよび／またはジオ
レフインとを分離する方法において、放散塔から
の高温で排出される極性溶剤が抽出蒸留塔のリボ
イラーに熱を付与する工程、精留塔のリボイラー
に熱を付与する工程、及び２基の原料蒸発器に順
次熱を付与する工程を経て適温に冷却されて抽出
蒸留へ再循環されること、そして一方、原料炭化
水素混合物が２基の原料蒸発器で加熱され第１の
蒸発器では送入に必要な圧力まで蒸発され第２以
降の蒸発器では蒸発後必要に応じ圧縮機にて送入
に必要な圧力まで昇圧して抽出蒸留塔へ供給され
ることを特徴とする抽出蒸留方法。 ２ 炭化水素混合物としてC4炭化水素混合物を
用い、該混合物からジオレフインである１，３―
ブタジエンを分離する特許請求の範囲第１項に記
載の抽出蒸留方法。 ３ 炭化水素混合物としてC4パラフイン―オレ
フイン混合物を用い、該混合物をパラフインとオ
レフインに分離する特許請求の範囲第１項に記載
の抽出蒸留方法。 ４ 炭化水素混合物としてC5炭化水素混合物を
用い、該混合物からジオレフインであるイソプレ
ンを分離する特許請求の範囲第１項に記載の抽出
蒸留方法。 ５ 極性溶剤としてＮ―アルキル置換低級脂肪酸
アミド、フルフラール、Ｎ―メチルピロリドン、
ホルミルモルホリン、ベータメトキシプロピオニ
トリル、およびアセトニトリルから選ばれる少な
くとも１種を用いる特許請求の範囲第１項乃至第
４項に記載のいずれかの抽出蒸留方法。
Priority Applications (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP57050688A JPS58167683A (ja) | 1982-03-29 | 1982-03-29 | 抽出蒸留方法 |
| CA000424702A CA1190177A (en) | 1982-03-29 | 1983-03-28 | Extractive distillation method |
| US06/479,725 US4447318A (en) | 1982-03-29 | 1983-03-28 | Extractive distillation method |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP57050688A JPS58167683A (ja) | 1982-03-29 | 1982-03-29 | 抽出蒸留方法 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPS58167683A JPS58167683A (ja) | 1983-10-03 |
| JPH0131799B2 true JPH0131799B2 (ja) | 1989-06-28 |
Family
ID=12865861
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP57050688A Granted JPS58167683A (ja) | 1982-03-29 | 1982-03-29 | 抽出蒸留方法 |
Country Status (3)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4447318A (ja) |
| JP (1) | JPS58167683A (ja) |
| CA (1) | CA1190177A (ja) |
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| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
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| DE3823772A1 (de) * | 1988-07-14 | 1990-02-08 | Krupp Koppers Gmbh | Verfahren zur trennung von paraffinischen und olefinischen c(pfeil abwaerts)4(pfeil abwaerts)-kohlenwasserstoffen |
| DE4101848A1 (de) * | 1991-01-23 | 1992-07-30 | Krupp Koppers Gmbh | Verfahren zur abtrennung von aromaten aus kohlenwasserstoffgemischen beliebigen aromatengehaltes |
| DE10333756A1 (de) * | 2003-07-24 | 2005-02-17 | Basf Ag | Verfahren zur Auftrennung eines Roh-C4-Schnittes |
| DE102004005930A1 (de) * | 2004-02-06 | 2005-08-25 | Basf Ag | Verfahren zur Gewinnung von Roh-1,3-Butadien |
| DE102004052828B3 (de) * | 2004-11-02 | 2005-12-15 | Lurgi Ag | Verfahren und Vorrichtung zur Herstellung von niederen Olefinen aus Oxigenaten |
| US7348466B2 (en) * | 2005-04-13 | 2008-03-25 | Equistar Chemicals, Lp | Solvent extraction |
| CN100348695C (zh) * | 2006-05-25 | 2007-11-14 | 上海交通大学 | 提高石油常减压蒸馏轻油收率的方法 |
| CN102041028B (zh) * | 2009-10-13 | 2013-08-14 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种强化原油蒸馏的组合物及其应用 |
| KR101332101B1 (ko) * | 2009-12-18 | 2013-11-21 | 미츠비시 쥬고교 가부시키가이샤 | 가스 터빈 컴바인드 사이클 발전 설비 및 방법 |
| CN101914001B (zh) * | 2010-08-05 | 2013-02-13 | 南京师范大学 | 共沸和复合萃取精馏集成从丙酮-二氯甲烷-甲醇-水混合液中提取丙酮的方法及其设备 |
| CN104053752B (zh) * | 2012-01-11 | 2016-08-31 | 巴斯夫欧洲公司 | 提供纯化的气态c4粗馏分作为使用选择性溶剂萃取蒸馏的进料流的方法 |
| CN104177213B (zh) * | 2013-05-21 | 2016-01-13 | 中国石化工程建设有限公司 | 一种制备异丁烷的系统及方法 |
| CN104177212B (zh) * | 2013-05-21 | 2016-01-13 | 中国石化工程建设有限公司 | 一种制备异丁烷的系统及方法 |
| CN104370678B (zh) * | 2014-11-15 | 2015-12-30 | 太原理工大学 | 一种费托合成轻质馏分油中烯烃综合利用方法 |
| WO2017134143A1 (de) * | 2016-02-05 | 2017-08-10 | Basf Se | Verfahren zur trennung von stoffen durch extraktivdestillation |
| JP2019031448A (ja) * | 2017-08-04 | 2019-02-28 | 旭化成株式会社 | （メタ）アクリロニトリルの製造方法 |
Family Cites Families (5)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2033472A (en) * | 1933-06-13 | 1936-03-10 | Gasoline Prod Co Inc | Process and apparatus for treating hydrocarbon oils |
| US3436436A (en) * | 1966-09-20 | 1969-04-01 | Nippon Zeon Co | Method for separation of conjugated diolefin by back wash in extractive distillation |
| DE1948433A1 (de) * | 1969-09-25 | 1971-04-01 | Koppers Gmbh Heinrich | Verfahren zur Trennung von gesaettigten Kohlenwasserstoffen und Monoolefinen mit einer Kettenlaenge von C2 bis C5 durch Extraktivdestillation |
| US4076595A (en) * | 1976-10-13 | 1978-02-28 | Phillips Petroleum Company | Extractive distillation of C4 hydrocarbons with an extractant mixture |
| JPS5683421A (en) * | 1979-12-10 | 1981-07-08 | Nippon Zeon Co Ltd | Extractive distillation process |
-
1982
- 1982-03-29 JP JP57050688A patent/JPS58167683A/ja active Granted
-
1983
- 1983-03-28 US US06/479,725 patent/US4447318A/en not_active Expired - Fee Related
- 1983-03-28 CA CA000424702A patent/CA1190177A/en not_active Expired
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US4447318A (en) | 1984-05-08 |
| JPS58167683A (ja) | 1983-10-03 |
| CA1190177A (en) | 1985-07-09 |
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