7万t/a碳九芳烃加氢装置项目工艺技术操作规程
山东大地鑫盟亿化工有限公司
加氢装置
二O一一年二月
加氢装置操作规程
编制: 徐继光邢延平
审核:
批准:
山东大地鑫盟亿化工有限公司
加氢装置
二O一一年二月
目录
第一章装置概述
第一节概述
第二节原料及产品性质
第三节工艺流程简述
第四节主要操作条件
第五节物料平衡
第二章安全与环保
第一节安全常识
第二节消防知识
第三节装置中常见的有毒物质
第四节主要安全环保要点说明
第三章炼油工艺基础知识和生产原理
第一节生产基础知识
第二节生产原理
第四章装置开车程序
第一节工艺设备检查
第二节公用工程系统投用
第三节设备、管线的水冲洗
第四节设备、管线的吹扫
第五节碳九加氢装置自控联锁说明
第六节装置水联运
第七节新氢压缩机C-101AB及循环氢压缩机C-102氮气负荷试车方案第八节机泵试运方案
第九节烘炉方案
第十节低压系统气密
第十一节反应系统气密标准
第十二节碳九加氢催化剂性质及保护与再生
第十三节催化剂装填准备和催化剂装填第十四节催化剂系统干燥及氢气气密
第十五节二段催化剂硫化
第十六节一段反应器催化剂干燥及氢活化第十七节引原料粗碳九芳烃开车步骤
第五章岗位操作法
第一节操作控制要点及注意事项
第二节工艺控制条件
第三节装置事故处理
第四节正常停车程序
第六章导热油炉
第七章地面火炬操作说明
第一节自动点火方式
第二节手动点火方式
第三节蒸汽阀
第四节氮气阀
第五节操作维护手册
第六节定期检修维护
第一章装置概述
第一节概述
一．装置简述:
本装置建设规模为7万吨/年碳九芳烃加氢, 年开工8000小时, 采用两段加氢固定床一次经过式加氢工艺, 体积空速2.2h-1, 系统压力2.6-3.0MPa。装置由分馏部分、反应部分、脱硫部分、压缩机四个单元/组成, 所用加氢原料为裂解碳九芳烃组分含有较多的硫化物、氮化物、氧化物等杂质和部分不饱和烃, 这些物质的存在使油品性质变坏, 因而使产品达不到要求。必须将这些不饱和烃饱和, 并脱除硫、氮、氧化合物杂质, 同时提高产品的质量。
二．工艺特点
1．本装置采用两段加氢, 一段加氢反应将双烯饱和, 防止二段反应结焦。
和杂质。
二段加氢反应将芳烃饱和, 脱除S、 N、 O
2
2．采用二段加氢炉前混氢, 较好解决了反应进料和加热炉炉管易结焦问题。
3．采用深度加氢脱硫工艺, 产品最终硫含量小于50ppm
第二节原料及产品性质
表-1 中石化天津分公司粗碳九芳烃性质
纯苯是重要的石油化工基本原料，苯的产量 和生产技术水平也是一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。 用于生产苯乙烯等化工产品的原料只能是石油苯，焦化苯是不能直接用作化工原料的，到目前为止焦化苯绝大多数用在溶剂和涂料等方面，然而石油苯资源是有限的，况且随着石油化工的发展，苯的需求量将猛增，为了适应石油化工的发展，扩大化工原料苯的来源迫在眉睫，因此对焦化苯进行精制是首选的课题[1]。我国的焦化苯资源极为丰富，约占我国苯总产量的20％，但由于含有各种噻吩等硫化物和碱性氮化物等含氮化合物杂质，特别是硫化物，如0.2％～1.66％的噻吩等，从而限制了它的进一步深加工利用，它不能直接用于有机化工合成，必须预先进行精制。 1 实验部分 1.1 加氢精制基本原理 焦化苯中含有的硫化物中主要有噻吩类和 硫醇类，氮化物中主要有碱性氮和有机氮化物。噻吩加氢生成硫化氢和烃类；氮化物加氢生成氨和烃类； 用水洗的方法将碱性氮、硫醇除掉。 焦化苯加氢精制工艺流程图见图1。 1.3催化剂性质 催化剂性质见表1。 表1催化剂性质Table 1 Catalyst properties 孔容/（mL ·g -1）比表面积/(m 2·g -1)形状侧压强度/（N ·cm -1）堆积密度/（g ·mL -1）0.416 198.9 条形 352.8 0.85 焦化苯加氢精制工艺研究* 第38卷第5期2009年10月当代化工Contemporary Chemical Industry Vo1.38， No.5October ，2009 *收稿日期：2009-09-14作者简介：苏波(1972-)，男，辽宁辽阳人，工程师，1994年毕业于北京化工大学，现从事石油化工工艺设计。电话：0413-*******， E-mail ：suboo@https://www.doczj.com/doc/c22880551.html, 。 苏波，曾蓬 摘要：介绍一种焦化苯加氢精制脱除杂质的工艺方法。该技术采用加氢精制，精制后的产品 噻吩脱除率99.99％以上、 总硫脱除率＞99％、碱性氮脱除率100％、总氮脱除率＞99％、液收＞99％，精制苯中总硫质量分数＜1×10-6，检测不出总氮。精制后的产品符合石油苯国家标准的质量要求，可用于有机化工合成。关 键 词：焦化苯；加氢；精制；脱硫； 中图分类号：TQ 241.1+1 文献标识码：A 文章编号：1671-0460（2009）05-0475-04 （中国石油集团工程设计有限责任公司抚顺分公司，辽宁抚顺113006） 图1 焦化苯加氢精制工艺流程图 Fig .1 Process flow diagram of coking benzene hydrorefining
加氢裂化工艺流程概述 全装置工艺流程按反应系统（含轻烃吸收、低分气脱硫）、分馏系统、机组系统（含PSA系统）进行描述。 1.1反应系统流程 减压蜡油由工厂罐区送入装置经原料升压泵（P1027/A、B）后，和从二丙烷罐区直接送下来的轻脱沥青油混合，在给定的流量和混合比例下原料油缓冲罐V1002液面串级控制下，经原料油脱水罐（V1001）脱水后，与分馏部分来的循环油混合，通过原料油过滤器（FI1001）除去原料中大于25微米的颗粒，进入原料油缓冲罐（V1002），V1002由燃料气保护,使原料油不接触空气。 自原料油缓冲罐(V1002)出来的原料油经加氢进料泵 (P1001A,B)升压后，在流量控制下与混合氢混合，依次经热高分气/混合进料换热器（E1002）、反应流出物/混合进料换热器(E1001A,B)、反应进料加热炉（F1001）加热至反应所需温度后进入加氢精制反应器（R1001），R1001设三个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物进入加氢裂化反应器（R1002）进行加氢裂化反应，两个反应器之间设急冷氢注入点，R1002设四个催化剂床层，床层间设急冷氢注入设施。R1001反应流出物设有精制油取样装置，用于精制油氮含量监控取样。 由反应器R1002出来的反应流出物经反应流出物/混合
进料换热器(E1001)的管程，与混合原料油换热，以尽量回收热量。在原料油一侧设有调节换热器管程出口温度的旁路控制，紧急情况下可快速的降低反应器的入口温度。换热后反应流出物温度降至250℃，进入热高压分离器（V1003）。热高分气体经热高分气/混合进料换热器（E1002）换热后，再经热高分气空冷器（A1001）冷至49℃进入冷高压分离器（V1004）。为了防止热高分气在冷却过程中析出铵盐堵塞管路和设备，通过注水泵（P1002A,B）将脱盐水注入A1001上游管线，也可根据生产情况，在热高分顶和热低分气冷却器（E1003）前进行间歇注水。冷却后的热高分气在V1004中进行油、气、水三相分离。自V1004底部出来的油相在V1004液位控制下进入冷低压分离器（V1006）。自V1003底部出来的热高分油在V1003液位控制下进入热低压分离器（V1005）。热低分气气相与冷高分油混合后，经热低分气冷却器（E1003）冷却到40℃进入冷低压分离器（V1006）。自V1005底部出来的热低分油进入分馏部分的脱丁烷塔第29层塔盘。自V1006底部出来的冷低分油分成两路，一路作为轻烃吸收塔（T1011）的吸收油，吸收完轻烃的富吸收油品由T-1011的塔底泵P-1016再打回进冷低分油的进脱丁烷塔线。依次经冷低分油/柴油换热器（E1004）、冷低分油/减一线换热器（E1005A,B）、冷低分油/减二线换热器（E1014）和冷低分油/减底油换热器（E1015），分别与柴油、减一线油、减二
炼厂碳四综合利用的探讨 刘真温志刚王金波 气分MTBE车间 目前，碳四烃主要作为工业和民用燃料使用，但近年来，由于原油价格的不断上涨，该资源作为普通燃料销售的经济性值得考虑。据报道，我国对碳四馏分的利用率约为16％，远比国外低，而美国、日本、西欧等对碳四烃的综合利用率分别为80％、64％、60％；此外，自2004年我国西气东输管线正式开通以来，全国有十多个省市开始使用天然气，这样就使得原来用作燃料的碳四馏分中有一部分被天然气替代，为碳四资源的有效利用创造了条件。因此，拓展碳四馏分的化工利用，进一步将其加工成为高附加值的产品，具有非常重要的意义。 1 我厂碳四烃的利用现状 我厂的液化石油气主要来自FCC装置，脱硫后经气分装置的脱丙烷塔将碳二碳三与碳四分离，分离出的碳四进入MTBE装置，碳四中的异丁烯与甲醇反应生成MTBE(甲基叔丁基醚)，剩余未反应的碳四组分作为民用液化气销售。表1为我厂碳四馏分的组成(m％)。 表1 碳四组分组成 从表1可以看出碳四组分中正丁烯(顺丁烯和反丁烯)的含量最高为32.65%(w%)，异丁烷含量次之为30.61%(w%)，异丁烯为18.68%(w%)，正丁烷为10.78%(w%)。如果按照气分装置在2012年全年产出5.60万吨的碳四计算，那么其中含有1.83万吨的正丁烯和1.71万吨的异丁烷。目前，我厂仅对异丁烯组分进行了有效利用，碳四的综合利用率仅为18.68%(w%)，如果能将正丁烯或异丁烷进行开发利用，碳四的综合利用率可达到50%～82%。炼厂的经济技术指标会得到进一步地提升。 2 碳四组分的分离 实现碳四烃的综合利用，最大的困难在于将碳四烃各组分有效分离以达到规定的纯度要求。混
7万t/a碳九芳烃加氢装置项目工艺技术操作规程 山东大地鑫盟亿化工有限公司 加氢装置 二O一一年二月
加氢装置操作规程 编制: 徐继光邢延平 审核: 批准: 山东大地鑫盟亿化工有限公司 加氢装置 二O一一年二月
目录 第一章装置概述 第一节概述 第二节原料及产品性质 第三节工艺流程简述 第四节主要操作条件 第五节物料平衡 第二章安全与环保 第一节安全常识 第二节消防知识 第三节装置中常见的有毒物质 第四节主要安全环保要点说明 第三章炼油工艺基础知识和生产原理第一节生产基础知识 第二节生产原理 第四章装置开车程序 第一节工艺设备检查 第二节公用工程系统投用 第三节设备、管线的水冲洗 第四节设备、管线的吹扫 第五节碳九加氢装置自控联锁说明 第六节装置水联运
第七节新氢压缩机C-101AB及循环氢压缩机C-102氮气负荷试车方案 第八节机泵试运方案 第九节烘炉方案 第十节低压系统气密 第十一节反应系统气密标准 第十二节碳九加氢催化剂性质及保护与再生 第十三节催化剂装填准备和催化剂装填 第十四节催化剂系统干燥及氢气气密 第十五节二段催化剂硫化 第十六节一段反应器催化剂干燥及氢活化 第十七节引原料粗碳九芳烃开车步骤 第五章岗位操作法 第一节操作控制要点及注意事项 第二节工艺控制条件 第三节装置事故处理 第四节正常停车程序 第六章导热油炉 第七章地面火炬操作说明 第一节自动点火方式 第二节手动点火方式 第三节蒸汽阀
第四节氮气阀 第五节操作维护手册 第六节定期检修维护 第一章装置概述 第一节概述 一．装置简述: 本装置建设规模为7万吨/年碳九芳烃加氢, 年开工8000小时, 采用两段加氢固定床一次经过式加氢工艺, 体积空速 2.2h-1, 系统
第一节工艺技术路线及特点 一、工艺技术路线 300×104t/a渣油加氢脱硫装置采用CLG公司的固定床渣油加氢脱硫工艺技术，该工艺技术满足操作周期8000h、柴油产品硫含量不大于500ppm、加氢常渣产品硫含量不大于0.35w%、残炭不大于5.5w%、Ni+V不大于15ppm的要求。 二、工艺技术特点 1、反应部分设置两个系列，每个系列可以单开单停（单开单停是指装置二个系列分别进行正常生产和停工更换催化剂）。由于渣油加氢脱硫装置的设计操作周期与其它主要生产装置不一致，从全厂生产安排的角度，单开单停可以有效解决原料储存、催化裂化装置进料量等问题，并使全厂油品调配更灵活。 2、反应部分采用热高分工艺流程，减少反应流出物冷却负荷；优化换热流程，充分回收热量，降低能耗。 3、反应部分高压换热器采用双壳、双弓型式，强化传热效果，提高传热效率。 4、反应器为单床层设置，易于催化剂装卸，尤其是便于卸催化剂。 5、采用原料油自动反冲洗过滤器系统，滤除大于25μm以上杂质，减缓反应器压降增大速度，延长装置操作周期。 6、原料油换热系统设置注阻垢剂设施，延长操作周期，降低能耗，而且在停工换剂期间可减少换热器和其它设备的检修工作。 7、原料油缓冲罐采用氮气覆盖措施，以防止原料油与空气接触从而减轻高温部位的结焦程度。 8、采用炉前混氢流程，避免进料加热炉炉管结焦。 9、第一台反应器入口温度通过调节加热炉燃料和高压换热器旁路量来控制，其他反应器入口温度通过调节急冷氢量来控制。 10、在热高分气空冷器入口处设注水设施，避免铵盐在低温部位的沉积。 11、循环氢脱硫塔前设高压离心式分离器除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔的起泡倾向，有利于循环氢脱硫的正常操作。 12、设置高压膜分离系统，保证反应氢分压。 13、冷低压闪蒸罐的富氢气体去加氢裂化装置脱硫后去PSA回收氢气。 14、新氢压缩机采用二开一备，每台50%负荷，单机负荷较小，方便制造，且装置有备机。 15、分馏部分采用主汽提塔＋分馏塔流程，在汽提塔除去轻烃和硫化氢，降低分馏塔材质要求。 分馏塔设侧线柴油汽提塔及中段回流加热原料油，降低塔顶冷却负荷，提高能量利用率，减小分馏塔塔径。 16、利用常渣产品发生部分低压蒸汽。通过对装置换热流程的优化，把富裕热量集中在温位较高的常渣产品，发生低压蒸汽。 17、考虑到全厂能量综合利用，正常生产时常渣在150℃送至催化裂化装置。在催化裂化装置事故状态下，将常渣冷却至90℃送至工厂罐区。 18、催化剂预硫化按液相预硫化方式设置。 三、工艺流程说明 （一）工艺流程简述 1、反应部分 原料油自进装置后至冷低压分离器（V-1812）前的流程分为两个系列，以下是一个系列的流程叙述： 原料油在液位和流量的串级控制下进入滤前原料油缓冲罐（V-1801）。原料从V-1801底部出来由原料油增压泵（P1801/S）升压，经中段回流油/原料油换热器（E-1801AB）、常渣/原料油换热器（E-1802AB、E-1803AB）分别与中段回流油和常渣换热，然后进入原料油过滤器（S-1801）以除去原料油于25μm的杂质。过滤后的原料油进入滤后原料油缓冲罐（V-1802），原料油从V-1802底部出来后由加氢进料泵（P1802/S）升压，升压后的原料油在流量控制下进入反应系统。 原料油和经热高分气/混合氢换热器（E-1805AB）预热后的混合氢混合，混合进料经反应流出物/反应进料换热器（E-1804）预热后进入反应进料加热炉（F-1801）加热至反应所需温度进入第一台加氢反应器（R-1801），R-1801的入口温度通过调节F-1801的燃料量和E-1804的副线量来控制，R-1801底部物流依次通过其它三台反应器（R-1802、R-1803、R-1804），各反应器的入口温度通过调节反应器入口管线上注入的冷氢量来控制。从R-1804出来的反应产物经过E-1804换热后进入热高压分离器（V-1803）进行气液分离， V-1803底部出来的热高分液分别在液位控制下减压后，进入热低压分离器（V-1804）进行气液分离，V-1803顶部出来的热高分气分别经热高分气/混合氢换热器、热高分气蒸汽发生器（E-1806）换热后进入热高分气空冷器（E-1807），冷却到52℃进入冷高压分离器（V-1806）进行气、油、水三相分离。 为了防止铵盐在低温位析出堵塞管路，在热高分气空冷器前注入经注水泵（P-1803/S）升压后的脱硫净化水等以溶解铵盐。 从V-1806顶部出来的冷高分气体（循环氢）进入高压离心分离器（V-1807）除去携带的液体烃类，减少循环氢脱硫塔（C-1801）的起泡倾向。自V-1807顶部出来的气体进入C-1801底部，与贫胺液在塔逆向接触，脱除H2S，脱硫溶剂采用甲基二乙醇胺（MDEA），贫胺液从贫胺液缓冲罐（V-1809）抽出经贫溶剂泵（P-1804/S）升压后进入C-1801顶部，从塔底部出来的富胺液降压后进入富胺液闪蒸罐（V-1810）脱气。富液脱气后出装置去溶剂再生，气体去硫磺回收。 自C-1801顶不出来的循环氢进入循环氢压缩机入口分液罐（V-1808）除去携带的胺液，V-1808顶部出来的循环氢分成两路，一路去氢提浓（ME-1801）部分，提浓后的氢气经提浓氢压缩机（K-1804）升压后与新氢压缩机（K-1802A.B.C）出口新氢汇合，释放气去轻烃回收装置；另一路进入循环氢压缩机（K-1801）升压，升压后的循环氢分为三部分，第一部分与新氢压缩机来的新氢混合，混合氢去反应部分；第二部分作为急冷氢去控制反应器入口温度；第三部分至E-1807前作为备用冷氢和K-1801反飞动用。循环氢压缩机选用背压蒸汽透平驱动的离心式压缩机。 从两个反应系列的冷高压分离器底部出来的冷高分液分别在液位控制下减压混合后，进入冷低压分离器（V-1812）进行气液分离，冷低分液体在液位控制下从罐底排出并进入热低分气/冷低分液换热器（E-1809）、柴油/冷低分油换热器（E-1811）、常渣/冷低分油换热器（E-1812）换热后进入汽提塔（C-1803）。V-1812顶部出来的冷低分气去轻烃回收装置脱硫。 冷高压分离器底部的含H2S、NH3的酸性水进入酸性水脱气罐（V-1823）集中脱气后送出装置。 两个反应系列的热低分油在液位控制下从V-1803底部排出去分馏部分。热低分气体经E-1809换热后进入热低分气空冷器（E-1810）冷却到54℃，然后进入冷低压闪蒸罐（V-1811）进行气液分离，为了防止在低温位的地方有铵盐析出堵塞管路，在E-1810前注水以溶解铵盐。V-1811顶部出来的富氢气体直接送至加氢裂化装置进行脱硫，然后去PSA装置回收氢气；从下部出来的冷低压闪蒸液进入到冷低压分离器。 新氢从全厂氢网送入，进入新氢压缩机经三段压缩升压后分两路分别与两个系列循环氢压缩机出口的循环氢混合，混合氢气分别返回到各自的反应部分。新氢压缩机设三台，二开一备，每一台均为三级压缩，每台的一级入口设入口分液罐，级间设冷却器和分液罐。 2、分馏部分 来自反应部分的热低分油与经加热后的冷低分液一起进入汽提塔（C-1803）。塔底采用水蒸汽汽提。塔顶部气相经汽提塔顶空冷器（E-1814）冷凝冷却后进入汽提塔顶回流罐（V-1814）进行气液分离，V-1814气体与冷低分气一起出装置送至轻烃回收统一脱硫；V-1814底部出来的液体经汽提
汽油加氢装置工艺流程培训教案 1 汽油加氢装置简介 1.1 概况 乙烯装置来的裂解汽油（C5—C9馏份）中含有大量的苯、甲苯、二甲苯等芳烃成份，是获得芳烃的宝贵原料。裂解汽油中除芳烃外，还含有单烯烃，双烯烃和烯基芳烃，还含有硫、氧、氮杂质。由于有不饱和烃的存在，裂解汽油是不稳定的。裂解汽油加氢的目的就是使不饱和烃变成饱和烃，并除去硫、氮、氧等杂质，为芳烃抽提装置提供稳定的高浓度芳烃含量的原料—加氢汽油。 1.2 原辅料及成品的特性 本装置在工艺上属于易燃、易爆、高温生产线，易发生着火、爆炸和气体中毒等事故。 裂解汽油为淡黄色芳香味挥发性液体，是芳香族和脂肪碳氢化合物的混合体。主要是由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C9以上烃类组成。对人体存在危害作用。 氢气是种易燃易爆气体。氢气与空气混合，爆炸范围为4-74%（V）。 加氢汽油主要是由由苯、甲苯、二甲苯、乙苯及C5-C8饱和烷烃组成，对人体也存在危害作用。 过氧化氢异丙苯为无色或黄色油状液体，有特殊臭味，易分解引起爆炸。 硫化氢属于高危害毒物，密度比空气重，能沿地面扩散，燃烧时会产生二氧化硫有毒蒸汽，对人体存在危害作用。 2 工艺流程简介
2.1工艺特点 汽油装置采用国产化汽油加氢技术，其生产方法是先切除C 5馏份和C 9馏份，剩下的C 6—C 8馏份进行一段加氢，二段加氢，最终得到芳烃抽提的原料—加氢汽油。 2.2装置组成 汽油加氢装置由以下三部分组成： A ：预分馏单元（主要包括切割C 5、脱砷、切割C 9） B ：反应单元（主要包括一段加氢、二段加氢、压缩、和过热炉） C ：稳定单元（主要包括脱硫化氢系统） 2.3工艺说明 2.3.1生产方法 利用裂解汽油中各组分在一定温度、压力的条件下，其相对挥发度不同，采用普通精馏的方法，将C 5馏份和沸点在其以下的轻馏份、C 9馏份和沸点在其以上的重组份，通过脱C 5塔和脱C 9塔分离，得到C 6—C 8馏份，然后通过钯或镍系催化剂和钴钼催化剂，进行选择性二次加氢，将C 6—C 8馏份中的不饱和烃加氢成饱和烃，并除去其中的有机硫化物、氧化物、氯化物，其主要化学反应有： (1)双烯加氢，在一段反应器进行。例如： (2)单烯及硫、氧、氮、氯化物加氢，在二段反应器进行。 例如： H 3C-CH=CH-CH=CH-CH 3+H 2 H 3C-CH=CH-CH 2-CH 2-CH 3 Pa Al 2O 3 CH 3-CH 2-CH=CH-CH 2-CH 3+H 2 CH 3-(CH 2)4-CH 3 Co+Mo Al 2O 3
烷基化装置 1、烷基化工艺 采用硫酸为催化剂的硫酸烷基化工艺 1) 原料 (1) 不同烯烃原料的影响 在硫酸烷基化反应条件下，大部分1-丁烯可以异构化为2-丁烯，使得烷基化产品的辛烷值得以提高。 (2) 原料中杂质的影响及其脱除方法 大多数原料中的杂质在硫酸烷基化反应后进入酸相，使得硫酸被污染，从而降低了硫酸的催化活性。 ①乙烯 假如气体分馏装置未能很好的除去C2时，乙烯就可能被引入烷基化装置。在硫酸催化时，由于乙烯不会与异丁烷反应发生烷基化反应，当乙烯进入烷基化反应器时，乙烯与硫酸生成呈弱酸性的硫酸氢乙酯，这个硫酸氢乙酯不再作为烷基化的催化剂使用。这种乙烯杂质的影响还具有累积性，因此，即使原料中含有痕量的乙烯，也能造成每天数百公斤的乙烯进入酸相，从而出现数吨甚至十余吨的废酸。假如突然有相当量的乙烯进入到烷基化反应器中，这些乙烯对酸的影响可以使烷基化反应不再发生，甚至发生叠合反应。 ②丁二烯 假如催化装置或焦化装置的裂化深度相当深，那么就可能在液化气中找到相当量的丁二烯，这些丁二烯也是不能发生烷基化反应的，它们与酸接触后新生成的反应产物也是酸溶性的。与乙烯相比，丁二烯更难以用分馏的方法从烷基化原料中除去。因此，当上游裂化装置的裂化深度无法改变的时候，可以考虑用选择性加氢的方法将丁二烯转化为丁烯。 ③水 水能造成硫酸的稀释是不言而喻的。因此要重视烷基化原料中水的影响。液化气中的水在呈溶解状态时大约在500ppm左右。更应当引起重视的是C4馏分携带的超过饱和状态的游离水，上游装置操作不当可能使C4馏分所携带游离水的量是溶解水的几倍，
对酸的稀释速度相当快。脱除这种携带水的办法是在烷基化原料进装置前先进入一个填料容器，使携带的细小的水珠聚集后分离出去。如果在进入填料分水器之前先用反应物冷却一下进料的物流，其效果就会更好。 从分馏部分循环到反应部分的异丁烷也可能携带相当数量的水分，为了干燥这部分异丁烷，可以将这个物流与废酸相接触，这种干燥法既经济效果又好。 原料水含量的增加除了使催化剂硫酸报废外，含水较多的硫酸还容易造成烷基化装置的设备腐蚀，这也是应当充分加以重视的间题。 2) 反应器及工艺流程 硫酸烷基化装置的工艺技术，几十年来经历了很大的发展，无论是操作条件、反应部分和分馏部分都有较大改变。按释放热量是直接蒸发还是换热器来区分，可将反应器流程分为两大类：自冷冻流程（用蒸发部分反应物的方法来除去反应热）和反应物流出制冷流程。 自冷冻反应器系统有两种形式：一种是喷射乳液泵循环反应系统，另一种是阶梯反应器系统。 (1) 反应器 自冷冻反应器系统和反应流出物冷冻系统都使用卧式反应器。自冷冻反应器体系，是指异丁烷在反应器里蒸发释热的系统。 (2) 工艺流程 反应流出物致冷式流程 反应流出物致冷式硫酸烷基化装置的工艺由反应、制冷压缩、流出物精制和产品分馏、化学处理四部分组成。 2、烷基化反应机理 1) 正碳离子学说 异丁烷与小分子烯烃的烷基化反应： 乙烯和异丁烷在无水氯化铝催化剂存在下，反应生成RON为103.5的2，3-二甲基丁烷，收率为92%。
柴油加氢精制工艺 定义：加氢精制是指在一定温度、压力、氢油比和空速条件下，原料油、氢气通过反应器内催化剂床层，在加氢精制催化剂的作用下，把油品中所含的硫、氮、氧等非烃类化合物转化成为相应的烃类及易于除去的硫化氢、氨和水。提高油品品质的过程。 石油馏分中各类含硫化合物的C—S键是比较容易断裂的，其键能比C—C或C—N键的键能小许多。在加氢过程中，一般含硫化合物中的C—S键先行断开而生成相应的烃类和H2S。但由于苯并噻吩的空间位阻效应，C-S键断键较困难，在反应苛刻度较低的情况下，加氢脱硫率在85%左右，能够满足目前产品柴油硫含量小于2000ppm 的要求。 柴油馏分中有机氮化物脱除较困难，主要是C-N键能较大，正常水平下，在目前的加氢精制技术中脱氮率一般维持在70%左右，提高反应压力对脱氮有利。 烯烃饱和反应在柴油加氢过程中进行的较完全，此反应可以提高柴油的安定性和十六烷值。 当然，在加氢精制过程中还有脱氧、芳烃饱和反应。加氢脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和、芳烃饱和反应都会进行，只是反应转化率纯在差别，这些反应对加氢过程都是有利的反应。但同时还会发生烷烃加氢裂化反应，此种反应是不希望的反应类型，但在加氢精制的反应条件下，加氢裂化反应有不可避免。目前为了解决这个问题，主要是
调整反应温度和采用选择性更好的催化剂。 下面以我厂100万吨/年汽柴油加氢精制装置为例，简单介绍一下工艺流程： 60万吨柴油加氢精制 F101D201 D102 D101 SR101 P101P102E103E101 R101 K101 D106 E104 D103D104 D105 D107 P103 P201 E201A202 P202 A201 K101 E101E102E103A101 产品柴油 循环氢 低分气 C201 催化汽油选择性加氢脱硫醇技术（RSDS技术） 催化汽油加氢脱硫醇装置的主要目的是拖出催化汽油中的硫含量，目前我国大部分地区汽油执行国三标准，硫含量要求小于150ppm，烯烃含量不大于30%，苯含量小于1%。在汽油加氢脱硫的过程中，烯烃极易饱和，辛烷值损失较大，针对这一问题，石科院开发了RSDS技术。本技术的关键是将催化汽油轻重组分进行分离，重组分进行加氢脱硫，轻组分碱洗脱硫。采取轻重组分分离的理论基础是，轻组分中烯烃含量高，可达到50%以上，通过直接碱洗，辛烷值
深圳市深福源信息咨询有限公司第一章中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂产品概述第一节产品定义、性能及应用特点 第二节发展历程 第二章国外市场分析 第一节概述 第二节亚洲地区主要国家市场概况 第三节欧洲地区主要国家市场概况 第四节美洲地区主要国家市场概况 第三章中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂行业环境分析第一节我国经济发展环境分析 一、GDP历史变动轨迹 二、固定资产投资历史变动轨迹 三、进出口贸易历史变动轨迹 四、2013年我国宏观经济发展预测 第二节行业相关政策、法规、标准 第四章中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂技术工艺发展趋势分析 第一节产品技术发展现状 第二节产品工艺特点或流程 第三节国内外技术未来发展趋势分析 第五章中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂国内市场综述第一节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂市场现状分析及预测 第二节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂产品产量分析及预测 一、碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂产业总体产能 规模 二、碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂生产区域分布 三、2009-2012年产量 四、2009-2012年消费情况 第三节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂市场需求分析及预测 一、中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂需求特点 二、主要地域分布
深圳市深福源信息咨询有限公司第四节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂消费状况分析及预测 第五节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂价格趋势分析 一、中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂价格趋势 二、中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂当前市场 价格及分析 三、影响碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂价格因素 分析 四、2009-2012年中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油 树脂价格走势预测（回归预测模型） 第六节中国碳九（C9）石油树脂及加氢碳九（C9）石油树脂进出口量值分析 一、进出口产品构成特点 二、2009-2012年进口市场分析 三、2009-2012年出口市场分析 第六章国内主要生产厂商介绍（主要领先企业5-10家） 一、濮阳市中德石油树脂有限公司 1.1 企业介绍 1.2企业经营业绩分析 1.3企业市场份额 二、大庆华科股份有限公司 2.1 企业介绍 2.2企业经营业绩分析 2.3企业市场份额 2.4企业2009-2012年未来发展策略 三、天津市金业化工有限公司 3.1 企业介绍 3.2企业经营业绩分析 3.3企业市场份额 四、河北依曼树脂有限公司 4.1 企业介绍 4.2企业经营业绩分析 4.3企业市场份额
加氢反应器制造工艺设计 一：加氢反应器的设计背景 工程科学是关于工程实践的科学基础，现代过程装备与控制工程是工程科学的一个分支，因此，生产实习是工科学习的重要环节。在兰州兰石集团实习期间，对化工设备的发展前景和各种化工容器如反应釜、换热器、储罐、分液器和塔器等的有所了解和学习。生产实习的主要任务是学习化工设备的制造工艺和生产流程，将理论知识与生产实践相结合，理论应用于实际。因此，过程装备与检测的课程设计的设置是十分必要的。由于我们实习的加工车间正在进行加氢反应器的生产，而加氢反应器是石油化工行业的关键设备，其生产工艺和设计制造在化工设备中具有显著的代表性，为此，选择加氢反应器这一典型的化工设备作为课程设计的设计题目。 二：加氢反应器的主要设计参数 1：引用的主要标准及规范 国家质量技术监督局颁发的《压力容器安全技术监察规程》（99）版 GB150-1998 《钢制压力容器》 GB6654-1996 压力容器用钢板（含1、2号修改单） JB4708-2000 钢制压力容器焊接工艺评定 JB/T4709-2000 钢制压力容器焊接规程 JB4744-2000 钢制压力容器产品焊接试板的力学性能检验 JB/T4730-2005 承压设备无损检测 JB4726-2000 压力容器用碳素钢和低合金钢锻件 JB4728-2000 压力容器用不锈钢锻件 GB/4237-2007 不锈钢热轧钢板和钢带 GB/T3280-2007 不锈钢冷轧钢板和钢带 GB/T3077-1999 合金结构钢 GB/T14976-2002 流体输送用不锈钢无缝钢管 JB/T4711-2003 压力容器涂敷与运输包装 2 主要技术参数 表一 设计压力 5.75／0.1MPa 设计温度375／177℃ 最高工作压力 4.88MPa 最高工作温度343℃ 容器类别三类容器 容积78.2立方米 腐蚀裕量0 水压试验立式7.47／卧式7.55MPa 盛装介质石脑油、油气、氢气、硫化氢 主体材质15CrMoR 3 结构特点 该加氢精制反应器为板焊结构，其内径φ4000㎜，壁厚98㎜，由2节组成；封头内半径2022
目录 一、裂解C 资源简述 9 综合利用技术 二、裂解C 9 三、对裂解C 利用的一些思考 9 1
一、裂解C 资源简述 9 ?裂解C 产量通常为乙烯产量的5～15％ 9 ?2010年，全国乙烯总产能1476.5万吨/年 ?2010年，全国裂解C 总量约140万吨 9 ?2015年，总量将超过200万吨 ?资源总量可观，具备大规模利用条件 2
裂解C 9组成特点 表1不同裂解原料副产裂解C ?裂解C 9组成随裂解原料、裂解深度和工艺条件而变 裂解原料乙烷丙烷丁烷轻石脑油全馏份石脑油 乙烯收率 表1 不同裂解原料副产裂解C 9比例（％）84.044.044.040.331.7副产C 9占乙烯0.0512.49比例（％） 0. 05 1.21 0.76 3.03 12. 49 3
?裂解C 9馏份约有150多种化学成分，组分分散 裂解C 9 组成特点 －－单组分利用难度大 ?从合成化学的角度可以将组成分成两类 ?－－活性组份（苯乙烯、茚和双环戊二烯等）聚合成石油树脂，加氢为非活性组份 ?－－非活性组份（烷基苯和稠环芳烃等） 做芳烃溶剂，或PX生产原料 4
表2 裂解C 9馏份的主要组份 裂解C 9 组成特点 活性组分非活性组分活性组分非活性组分苯乙烯乙苯二甲基苯乙烯丙基甲苯 苯丙烯二甲苯α-甲基苯乙烯丙苯双乙烯基苯乙烯四甲基苯萘环戊二烯萘 乙烯基甲苯甲乙苯茚丁苯 甲基茚甲基异丙苯甲基环戊二烯四甲基萘 双环戊二烯三甲苯 环戊二烯-甲基-环戊二烯二氢化萘 5 乙基苯乙烯萘烷甲基-环戊二烯基二聚物
典型组成 表3 裂解C 表3裂解C 9 组分质量分数，％ C A8.2 8 丙烯基苯 3.8 丙基苯 2.1 甲基乙基苯17.5 三甲苯 4.8 甲基乙烯基苯13.3 双环戊二烯43.5 茚 4.1 C A 2.7 10 6
宁波市环保局关于浙江恒河石油化工股份有限公司10万吨/年碳九综合利用项目环境影响报告书的批复 【法规类别】环境监测 【发布部门】宁波市环境保护局 【发布日期】2009.07.31 【实施日期】2009.07.31 【时效性】现行有效 【效力级别】地方规范性文件 宁波市环保局关于浙江恒河石油化工股份有限公司10万吨/年碳九综合利用项目环境影 响报告书的批复 浙江恒河石油化工股份有限公司： 你公司报送的《浙江恒河石油化工股份有限公司10万吨/年C9综合利用项目环境影响报告书审查申请》及随文报送的《浙江恒河石油化工股份有限公司10万吨/年碳九综合利用项目环境影响报告书（报批稿）》、镇海区环保局初审意见（镇环许〔2009〕67 号）收悉。我局经研究，现批复如下： 一、根据环境影响报告书结论、报告书专家评审意见、镇海区环保局初审意见，同意浙江恒河石油化工股份有限公司10万吨/年碳九综合利用项目于宁波化工区弯塘1-7号地块建设。该项目环境影响报告书经批复后，可以作为本项目建设和日常运行管理的环境保护依据。
二、建设规模及产品方案：建设规模为10万吨/年碳九综合利用生产装置一套。分二期建设，其中一期工程产品方案：3.5万吨/年热聚C9石油树脂、0.8万吨/年双环戊二烯、0.12万吨/年甲基环戊二烯、5.58万吨/年混合芳烃（其中溶剂油3.35万吨/年、燃料油2.23万吨/年）；二期工程在一期的基础上完善，项目建成后产品总方案为：3.5万吨/年热聚C9石油树脂、1万吨/年冷聚C 9石油树脂、0.8万吨/年双环戊二烯、0.12万吨/年甲基环戊二烯、4.58万吨/年加氢混合芳烃（其中溶剂油2.75万吨/年、燃料油1.83万吨/年）。 本项目为中石化镇海炼化100万吨乙烯装置配套项目之一，项目建设将乙烯裂解产生的副产物碳九馏分进行深度分离利用，提高了碳九馏分使用价值。项目采用先进的连续热聚合生产C9树脂及两段混合芳烃加氢技术，其总体清洁生产水平达到国内同类工程的先进水平。 三、项目建设和运行管理中应重点做好以下环境保护工作： （一）项目一期生产中碳九原料切割废气、热聚工序尾气经各级冷冻冷凝回收后送导热油锅炉焚烧处置达到《大气污染物综合排放标准
通用机械 脱 扬子石油化工股份有限公司化工厂副总工程师 沈品德 PTA 加氢精制工艺中的应用 图 PTA精制工艺流程图 1.混合罐 2.溶解罐 3.加氢反应器 4.第一结晶器 5.第二结晶器 6.第五结晶器 7.压力离心机 8.真空过滤机 9.干燥机 脱水技术在
2008年 第 4 期 33 通 二、压力离心机系统 PTA生产中，要保证压力离心机系统稳定运行。压力离心机系统是控制产品质量的重要环节，离心机分离效果的好坏直接影响到产品中PT酸和其他杂质的含量。因此，要定期对离心机系统进行检查，保证离心机油路系统的正常运行，并定期对离心机系统做一些常规处理。 由于T A料和P T酸易在压力离心机的转鼓、支架、进料管和出料管线处粘壁，降低压力离心机的处理能力，使得滤饼中的含湿量增加，从而影响到产品质量。另外由于压力离心机内转子和支架上的结料，会增加离心机的振动，使离心机的故障率增加，因此，要对离心机进行水洗和碱洗操作，包括定期和不定期的处理，从而延长离心机的运行周期，减少检修频次。 （1）水洗 切断离心机进料，切进冲洗水，对压力离心机进行在线冲洗，大约5～10m i n，水洗后恢复进料。保证每天水洗一次。 （2）碱洗 停机进料，切水冲洗；停止水洗，降温降压隔离；进料管进碱，根据工艺及设备要求确定碱洗时间；停止碱洗，切为水洗，至排出液呈中性为止；系统升温升压，解除隔离进料。一般情况下1个月碱洗1次；特殊情况下，根据产品的质量和离心机的运行情况而定，当产品中的P T酸含量偏高或离心机的振动偏大时，要进行碱洗。 三、真空过滤技术的应用 1.进料温度的控制 如果温度过高，会引起溶液闪蒸，造成滤布堵塞，控制时在过滤机进料处加入脱离子水，降低溶液的温度，使其降到89℃左右。 2.进料浓度的控制 进料浓度的控制主要是用来控制滤饼的厚度，滤饼过厚会引起洗涤效果差，滤饼的含湿量增加，影响产品的质量，因此料浆浓度应控制在35%～45%。 3.真空度的控制 真空度过高会引起滤饼厚度增加，造成过滤机的负荷过高，前后物料不能平衡，真空度过低会引起滤饼的含湿量增加，影响产品质量，因此过滤机的真空度应控制在-0.045～0.049MPa范围内。 4.溢流堰高度的调节 如果溢流堰太高会引起滤饼的厚度增加，造成滤 饼的含湿量增加，影响产品的质量，并造成前后物料不平衡。如果溢流堰过低，要增加过滤机的转速，同样造成滤饼的含湿量增加。 5.反吹气量的控制 反吹气量控制过低，滤饼不能有效地吹下，影响过滤效果，如果过高会造成料斗中浆料喷料，缩短滤布的使用周期，因此，生产中反吹气量应控制在15～40kPa。 6.洗涤水量的控制 洗涤水量的控制主要是用来控制产品的质量，洗涤水量过低会造成产品中的杂质含量高，影响产品的质量；如果洗涤水量过高会增加滤饼的含湿量，增加干燥机的能量损耗，因此洗涤水量控制在8～15m 3/h。 7.应用效果 以真空过滤机为核心设备的过滤系统取代常压离心机后，系统运转平稳，故障率低，完全满足生产工艺要求。 （1）检修费用低 常压离心机由于转鼓经常结料，因此维护保养较为困难，经常发生易熔塞化、剪切销断裂等故障，并需经常更换齿轮箱、大轴承和轴瓦等备件，每年检修费用约60万元/台。而采用真空过滤机后，除滤布定期更换外，其他基本上可实现每两年一修，大大降低了检修成本。 （2）运行成本低 该单元采用真空过滤机系统比采用常压离心机系统每小时可节能约200kW·h。同时每年可节约10～15万元的油脂、润滑油等费用。 （3）产品质量提供 采用真空过滤机后，产品中P T含量比采用常压离心机时整体下降了约10m g/k g，特别是可以通过调节真空过滤机洗液量来调节产品中的P T含量，解决了精制生产中P T酸波动幅度大的难题，产品质量得到了有效控制。 （4）处理能力大 常压离心机单台处理量小，产能低，满负荷生产时，3台离心机必须全部运行。采用真空过滤机后，实现了“一开一备”模式，且两套真空系统可以互为备用，极大地提高了精制单元后系统的处理能力。 四、PTA物料干燥 P T A物料干燥机为倾斜回转列管式干燥设备，用于干燥含湿量约10%～15%P T A滤饼，除去其中的水分，
百度文库 - 让每个人平等地提升自我 煤焦油加氢项目 煤焦油 离心、过滤、换热 减压塔 沥青至造粒设施 加氢精制进料缓冲罐 加氢裂化进料缓冲罐 加氢精制反应器（ A 、B 、C ） 加氢裂化反应器（ A 、B ） P=16.8MPa P=16.8MPa ° ° t=410 C( 初期） t=402 C( 初期） 精制热高分罐 油 裂化冷高分罐 化 转 氢 气体 液体 未 液体 气体 环 制 精 循 制 精制冷高分罐 精制热低分罐 裂化冷低分罐 裂化 精 体 循环氢 气 压缩机 气体 液体 液体 硫 气 液 脱 精制 精制冷 至 体 体 裂化稳定塔 氢 循环氢 低分罐 体 体 新 压缩机 气 气 充 液体 硫 液 硫 补 氢 脱 油 至 精制 脱 新 化 化 体 至 充 稳定塔 裂 转 补 体 液体 未 新氢 气 新氢 硫 精制分馏塔 裂化分馏塔 压缩机 脱 至 石脑油 柴油 氢 环 循 化 裂
煤焦油加氢装置主要生产设备表 序设备操作条件数量规格介质名称主体材质压力 号名称备注 温度（℃）（台） （ MPa） 一、反应器类 1 加氢精制Ф煤焦油、 H2、 H 2S 反应器 A 1500X13400 加氢精制 Φ 反应器煤焦油、 H2、 H 2S 1800X14678 B/C 加氢裂化 Φ 反应器煤焦油、 H、 H S 1500X10110 2 2 A/B 二、塔类 1 减压塔Ф 2000/2400/1 轻质煤焦油、 Q345R 200 X 25250 重油、水汽 2 精制稳定Ф 600X16000 反应油、 H 、 H S Q245R 塔 2 2 3 精制分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 4 精制柴油 Ф 800X10000 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 5 裂化稳定Ф 400/800X18 反应油、H2 2 Q245R 塔440 、 H S 6 裂化分馏Ф 1500X2060 石脑油、柴油、 Q345R 塔0 尾油 7 裂化柴油 Ф 500X8800 柴油、蒸汽Q245R 汽提塔 三、加热炉类 1 减压塔进400X104 煤焦油1Cr5Mo 料加热炉kcal/h 2 精制加热200X104 精制进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 3 裂化加热200X104 裂化进料油、 H 2 TP347H 炉kcal/h 精制分馏200X104 1Cr5Mo/ 4 精制尾油 15CrMo 塔再沸炉kcal/h 5 裂化分馏200X104 裂化尾油 1Cr5Mo 塔再沸炉kcal/h 四、换热类原料油 /减壳程 减压循 Q345R 环油 1 压循环油25-4I 20+Q345R 换热器管程原料油 减顶油水 / 壳程减塔中 Q345R 段油 2 减压循环25-4I 减顶油、 油换热器管程20+Q345R 水147/385 1 126/271 1 ▲120/368 1 212/206 1 72/263 1 ▲122/365 1 198/185 1 395 1 ▲315 1 ▲405 1 ▲388 1 ▲385 1 ▲217/178 75/147 1 ▲ 228/217 1 ▲87/150
混合碳四是重要的石油化工资源，它是烷烃、单烯烃和二烯烃的总称。炼油厂碳四主要由正丁烯、异丁烯、正丁烷、异丁烷和丁二烯组成，最具有化工利用价值的组分主要是正丁烯、异丁烯和丁二烯，其次是正丁烷。 目前我国碳四馏分的化工利用尚处于初期阶段。炼油厂碳四馏分大部分直接进烷基化装置生产烷基化汽油或叠合汽油；部分用于生产聚丁烯和聚异丁烯作润滑油添加剂；此外利用异丁烯生产甲基叔丁基醚；少量异丁烯用于生产烷基酚，正丁烯用于生产仲丁醇等。可见，碳四馏分的应用今后在我国将会有很大的开发前景。目前，这方面的研究工作已经展开，并取得了一定成绩。 1 燃料应用 全球大量碳四烃主要用作燃料，以丁烯为例，约90%用于燃料，仅10%用于化学品市场。相对碳四烃直接作燃料使用而言，将碳四烃加工成烷基化油、甲基叔丁基醚及车用液化石油气等各种液体燃料或添加剂则具有较高的应用价值。 碳四烃生产甲基叔丁基醚作为汽油调合组分和辛烷值改进剂，是全球少数几个发展极为迅速的石化产品。但由于甲基叔丁基醚对饮用水的污染，导致美国部分地区从2004年1月起限制或禁用甲基叔丁基醚。全球甲基叔丁基醚产能和需求量已呈明显下降趋势。相比之下二发展烷基化油是碳四烃燃料利用的一条重要途径。2003年，全球烷基化产能已达到82.12Mt，比2001年增长了5.4%。固体酸烷基化工艺由于在环保和安全方面的明显优势而得到广泛关注，它代表了烷基化工艺技术的发展方向。目前，世界上有多家专利商正在开发固体烷基化工艺，部分已完成中试试验。而近年来开发的间接烷基化工艺由于适应原料范围更宽，生产成本更低而被石油石化界普遍看好。 2 化工应用 2.1 丁二烯的应用 混合碳四中丁二烯含量在45%以上，利用抽提技术，可得到丁二烯。丁二烯是合成顺丁橡胶、SBS以及1，2-低分子聚丁二烯的主要原料。混合碳四中各组份间的相对挥发度相差不大，利用一般精馏方法很难分离，在体系中加放极性的第三组份二甲基甲酰胺，增大各组份间的有效分离，从而可得到高纯度的丁二烯产品。丁二烯还可用于其它聚合物的生产，如热塑性弹性体的生产。丁二烯在其它方面用途主要是精细化学品，如1，5，9-环十二烷三烯、乙叉降冰片烯、1，4-己二烯、四氢苯酐、环丁砜和2，6-萘二甲酸二甲酯等。 目前，国外已经开发成功和即将开发成功的丁二烯化工利用新途径包括基于丁二烯的1，4-丁二醇和四氢呋喃；基于丁二烯的丁醇和辛醇；丁二烯制1-辛烯；丁二烯氢氰化制己内酰胺/己二胺；丁二烯羰基化制己内酰胺/己二胺；丁二烯环化二聚制乙苯和苯乙烯；丁二烯与