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第七章参考答案1.(1)碳四馏分主要来源有热裂解制乙烯的联产、炼厂催化裂化的联产，除此之外还来源于油田气(天然气)和 -烯烃联产等途径；碳五馏分主要来源有液态烃裂解制乙烯的联产、炼厂催化裂化的联产等途径。
(2)①裂解制乙烯联产裂解制乙烯的联产物碳四馏分的一般特点：烯烃(丁二烯、异丁烯、正丁烯)尤其是丁二烯的含量高，烷烃的含量很低，1-丁烯含量大于2-丁烯；碳五馏分的一般特点：二烯烃尤其是环戊二烯、间戊二烯、异戊二烯的含量高，其它烯烃、烷烃及组分含量较低。
②炼厂催化裂化的联产碳四馏分的一般特点：丁烷(尤其是异丁烷)含量高，不含丁二烯(或者含量甚微)，2-丁烯的含量高于1-丁烯；碳五馏分的一般特点：主要含异戊烯和异戊烷，基本不含碳五二烯烃。
总的来说通过裂解或裂化得到的碳四、碳五馏分组成存在较大差异，而且会因为工艺条件、原料、加工深度的不同存在进一步的差异。
2.碳四馏分分离技术：①MTBE合成分离目前被认为是分离异丁烯最简便易行、经济的方法，该技术的关键是MTBE分解催化剂。
②TBA脱水分离法工业上广泛应用的是Arco气相催化法，以酸性催化剂(活性氧化铝、硫酸铁溶液、Amberlyst15树脂等)脱水。
其反应工段采用四级反应器系统，每级反应器均加预热器，反应温度为505～700℉，压力为1.38MPa。
得到的异丁烯纯度为99.97％，转化率为98％。
③醋酸酯化分离法利用高醋酸和异丁烯的选择性酯化反应，醋酸和异丁烯进行简单的加成反应，生成醋酸叔丁酯，然后，在3atm，60～120℃下，在硫酸或酸性离子交换树脂的催化下，分解为异丁烯。
得到的异丁烯收率达98％以上，异丁烯纯度可达到99％。
目前此法还没有工业化。
④无机酸萃取、吸收分离法目前工业采用的硫酸萃取工艺有EXXON法，CFR法、BASF法等；采用盐酸萃取工艺有NIPPON法。
其中EXXON法，CFR法、BASF法分别采用用60％、40％、50％硫酸溶液作为萃取剂，各工艺得到异丁烯的纯度存在较大的差异；NIPPON法以盐酸水溶液萃取剂，得到纯度99.9％以上的异丁烯。
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。
碳四馏分（图）即C4馏分。
主要为含四个碳原子的多种烷烃、烯烃、二烯烃和炔烃的混合物。
因原料来源和加工过程不同，所得C4馏分组成各异。
C4馏分是一种可燃气体，但通常是以液态贮运。
可作为燃料，或经分离作基本有机化工原料。
具有工业意义的C4烃主要有七个组分（表1），其中尤以1，3-丁二烯（以下简称丁二烯）更为重要。
来源C4馏分来源于天然气、石油炼制过程生成的炼厂气和石油化工生产中烃类裂解的裂解气，来源不同，组成各异（表2）。
由天然气回收的C4馏分主要含C4烷烃，而后两个过程则提供了几乎全部的C4烯烃。
各国工业用C4烯烃的来源有些不同，美国大约95％的C4烯烃来自炼厂气C4馏分；西欧和日本来自炼厂气C4馏分与裂解C4馏分的量大致相等；中国情况类似西欧和日本。
由天然气回收C4馏分有两种情况：一种是从含有较多乙烷、丙烷及丁烷以上组分的湿性天然气中回收。
这种天然气因含有1％～8％的易液化的C3烷烃和C4烷烃，在长距离气体输送前，必须先将它们脱除回收。
另一种是从油田气中分离得到。
油田气的组成与湿性天然气很接近，主要成分是甲烷，但含有较多的丙烷、丁烷，甚至汽油组分，低碳烷烃含量也较多，随着油田开采时间的延长，油田气量降低，组成中高碳烷烃含量增加。
炼厂气C4馏分炼厂气中含氢、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、C4烃以及少量C5烃，是一种很好的化工原料，炼厂气经压缩、冷凝、分馏可得C4馏分，这种C4馏分通常含有大量C4烯烃，其基本组成除决定于原油的性质外，与加工方法也有关。
在中国，年加工1.2Mt油品的催化裂化装置，可得C4馏分105kt，其中(kt)正丁烷7.3、异丁烷28.7、1-丁烯15.3、顺-2-丁烯29.6、反-2-丁烯13.6、异丁烯10.2。
热裂化过程在较高温度下进行，不用催化剂，异构化反应少，所生成的C4馏分中正丁烷、正丁烯的含量比催化裂化过程要高得多。
在炼厂中，这两种气体一般合并使用。
裂解气C4馏分烃类裂解生产乙烯、丙烯时也副产C4烃，习惯称裂解C4馏分，其含量(％)及组成随裂解原料及条件而异。
石油化工工艺学碳四、碳五馏分及其化工产品生产石油化工工艺学第7章碳四、碳五馏分及其化工产品生产石油化工工艺学目录碳四、碳五馏分来源碳四、碳五馏分分离丁二烯的生产及下游产品加工正丁烷氧化制顺丁烯二酸酐工艺甲基叔丁基醚的生产异戊二烯生产石油化工工艺学随着我国石化行业的快速发展，尤其是乙烯产量的不断提高，副产品碳四、碳五馏分的量亦在不断地增加。
特别是近些年来大型乙烯装置投产，裂解碳四、碳五馏分量成倍增长。
本章主要介绍碳四、碳五馏分的来源、分离技术以及化工利用。
石油化工工艺学第一节碳四、碳五馏分来源热裂解制乙烯联产碳四、碳五炼厂催化裂化制乙烯联产碳四、碳五其它工业来源来源于油田气天然气和 -烯烃联产等途径。
油田气是原油生产过程中的伴生气，其组成为饱和烃，碳四的质量分数为1％～7％，可以直接回收利用，也可做裂解原料。
石油化工工艺学第二节碳四、碳五馏分分离碳四馏分组成结构复杂、烯烃的沸点差又较小、化学性质比较相似。
因而用一般的分离方法难以进行。
传统的方法是用溶剂萃取，将1,3-丁二烯与其它组分分开，然后，用硫酸吸收法分离异丁烯。
但这些方法能耗大、成本高，几乎已经淘汰。
异丁烯和1-丁烯的沸点差仅为0.64℃，因此用一般的精馏技术很难将其分开。
全分离工艺一般采用溶剂通过萃取精馏来分离IP、间戊二烯和CPD等，工业上常用的溶剂有乙腈ACN、二甲基甲酰胺DMF、N-甲基吡咯烷酮NMP等。
简单分离工艺一般采用热二聚法分离出双环戊二烯DCPD。
石油化工工艺学2.2 碳五馏分分离技术环戊二烯的分离 1. 加热二聚、精馏分离粗双环戊二烯工艺 2. 加热二聚、萃取分离三种二烯烃工艺 3. 高纯环戊二烯的生产工艺间戊二烯的分离石油化工工艺学第三节丁二烯生产及下游产品加工丁二烯（butadiene）通常指1,3-丁二烯（1,3-butadiene），其同分异构体1,2-丁二烯，至今尚未发现工业用途。
丁二烯微溶于水和醇，易溶于苯、甲苯、乙醚、氯仿、无水乙腈、二甲基甲酰胺、糠醛、二甲基亚砜等有机溶剂。
C4馏分的分离与综合利⽤-⽥3.1 C4馏分中丁⼆烯的分离碳四馏分指含有四个碳原⼦的烃类混合物，主要成分有正丁烷、异丁烷、1-丁烯、异丁烯、1,3-丁⼆烯、顺式2-丁烯、反式2-丁烯等。
碳四馏分的来源较多，其中以⽯油炼制过程⽣成的炼⼚⽓和⽯油裂解过程⽣成的裂解⽓为主。
但通常是以液态具有⼯业意义的C4烃主要有七个组分（表1），其中尤以1,3-丁⼆烯（以下简称丁⼆烯）更为重要。
由上表可以看出：混合 C 4中的丁⼆烯、异丁烯、 1 ⼀丁烯沸点和相对挥发度都⽐较⽐较接近，化学性质较活泼，需⽤特殊⽅法分出，我们采⽤⼆甲基甲酰胺(DMF）法进⾏萃取精馏的⽅法分离出丁⼆烯3.1.1 DMF法的介绍DMF法是由⽇本瑞翁公司于1965年实现⼯业化⽣产。
由于该⼯艺⽐较先进、成熟，世界各国都相继采⽤。
该⼯艺采⽤第⼀萃取精馏⼯序、第⼆萃取精馏⼯序、精馏⼯序和溶剂回收4个⼯序。
⼯艺特点是装置能⼒⼤，对原料C4的适应性强，丁⼆烯含量在15％～60％都可以⽣产出合格的产品；装置操作周期长，烃和溶剂分离容易，分离效果好，热能回收利⽤彻底：循环溶剂使⽤量⼩，消耗低，热稳定性和化学稳定性好，但容易引起双烯烃和炔烃的聚合，在有⽔分存在下有⼀定的腐蚀性。
我国对引进的DMF法进⾏了多次的改进，⽬前已经形成了我国特⾊的⽣产⼯艺，并且有多套装置采⽤该法进⾏⽣产，在我国⽣产丁⼆烯中占据主要地位。
3.1.2 DMF分离丁⼆烯⽤DMF作溶液从C4馏分中抽提丁⼆烯的⽅法是我国于1976年5⽉由⽇本引进了第⼀套年产4.5万吨的DMF法抽提丁⼆烯的装置。
该⼯艺采⽤⼆级萃取精馏和⼆级普通精馏相结合的流程，包括丁⼆烯萃取精馏，烃烃萃取精馏，普遍精馏和溶剂净化四部分。
其⼯艺流程如图3-2 所⽰。
馏分⽓化后进⼊第⼀萃取精馏塔（l）的中部，⼆甲基甲酰胺则由塔顶部原料C4第七或第⼋板加⼊，其加⼊量约为C馏分进料量的七倍。
第⼀萃取精馏塔顶丁4烯、丁烷馏分直接送出装置，塔釜含丁⼆烯、炔烃的⼆甲基甲酰胺进⼊第⼀解吸塔（2）。
1 总论 (7)1.1 项目概况 (7)1.2 设计依据 (7)1.3 工艺设计 (8)1.4 产品方案 (8)1.5 主要物料规格及消耗 (8)1.6 厂址概况 (9)1.7主要危险品防护 (9)1.8 全厂综合技术经济指标 (9)1.9 辅助设计软件的应用 (10)1.10 本项目总体评价 (10)2 原料采购 (11)2.1 原料的市场概况 (11)2.1.1 C4馏分 (11)2.1.2乙腈 (11)2.1.3甲醇 (11)2.2产品标准 (12)1，3-丁二烯的标准 (12)3 工艺设计方案 (13)3.1 概述 (13)3.2系统设计 (13)3.2.1概述 (13)采用ACN 法抽提丁二烯的主要原因 (14)3.2.2工段说明 (14)ACN 法抽提丁二烯的工艺流程 (16)工艺流程说明 (16)3.3设计思路 (17)3.3.1设计流程 (17)3.4碳四分离系统设计 (18)3.4.1分离流程设计原则和目标 (18)3.4.2 过程设计、模拟与优化 (18)3.5总结 (24)3.5.1 流程特点 (24)3.5.2 创新点 (24)4塔设备的设计 (25)4.1 1，3-丁二烯精馏塔详细设计及选型 (25)4.1.1工艺要求 (25)4.1.2填料塔和吸收塔的比较 (25)4.1.3 Aspen plus 模拟气液负荷计算 (26)4.1.4 塔板数和操作参数 (27)4.1.5 物料能量恒算 (27)5 其他设备的设计 (31)5.1 储罐的设计 (31)5.1.1 各类储罐的性能参数及比较 (31)5.1.2 储罐选型 (32)5.1.3 罐区防护要求 (32)5.2 换热器的设计 (33)5.2.1换热器选型说明 (33)5.2.3换热器的安装 (35)5.3 泵选型 (35)5.3.1化工装置对泵的要求 (35)5.3.2 各类泵的性能参数 (36)6 自动控制 (37)6.1 自动控制概述 (37)6.1.1自动控制的目的 (37)6.1.2 自动控制系统 (37)6.1.3 自动控制设计的范围 (38)6.1.4 自动控制设计的思路 (38)6.2 设备控制 (38)6.2.3 换热器的控制 (39)7 物料及热量衡算 (40)7.1 物料衡算 (40)7.1.1 1，3-丁二烯的分离 (40)7.1.1.1一级萃取工段 (40)表7.1一级萃取工段物料衡算表 (40)7.1.1.2 二级萃取工段 (41)7.1.1.3 1,3-丁二烯的精馏 (43)表7.3丁二烯精馏工段物料衡算表 (43)7.1.2顺反丁烯的分离 (43)7.1.2.1分离 (43)表7.4顺反丁烯分离物料衡算表 (43)7.1.2.2 水洗 (44)表7.5顺反丁烯水洗物料衡算表 (44)7.1.3 1-丁烯的分离 (45)表7.6 1-丁烯的的分离物料衡算表 (45)7.1.2异丁烯的水洗 (46)表7.7 1-丁烯的水洗物料衡算表 (46)7.2能量衡算 (47)7.2.1 基本原理 (47)7.2.2 能量衡算任务 (48)7.2.3 系统物料及能量衡算 (48)8 节能与热量集成 (54)8.1.1 1，3-丁二烯烯精馏塔 (54)8.1.2脱正丁烷塔 (54)8.2热量集成 (54)8.2.1提取流股数据 (55)8.2.2 最小传热温差的ΔTmin选择 (55)8.2.3 系统夹点确定 (56)8.2.4 公用工程的确定 (57)8.2.5 换热网络的设计 (57)8.2.6换热网络设计概述 (58)8.2.7换热效果 (58)9 原料及公用工程消耗 (59)9.1原料消耗 (59)9.2公用工程消耗 (59)10 总图运输 (62)10.1 编制依据 (62)10.2 编制原则 (62)10.3 厂址概况 (62)10.3.1 厂址地理位置、自然条件 (63)10.3.2 交通运输条件 (64)10.3.3 基础设施建设 (64)10.4 总厂平面布置 (65)10.4.1设计依据 (65)10.4.2工厂布局的一般原则 (65)10.4.3工厂平面布置设计理念 (65)10.4.4 总厂布局方案 (66)11 车间布置与配管 (68)11.1概述 (68)11.2设计依据 (68)11.2.1标准、规范和规定 (68)11.2.2基础资料 (68)11.3设计原则 (69)11.4 设计范围 (69)11.5典型设备布置 (69)11.5.1塔设备 (69)11.5.2换热器 (69)11.5.3泵 (70)11.6厂区车间布置 (70)11.6.1 1，3丁二烯烯精馏车间 (70)11.6.2 车间特色总结 (71)11.7管道设计概述 (71)11.8管道选型 (71)11.8.1 设计依据 (71)11.8.3管径的一般要求 (72)11.8.4管径的计算依据 (72)11.8.5最经济管径的选定 (72)11.8.6 管壁厚度 (73)11.8.7 管件的选取 (74)11.9 管道等级表 (74)11.10管道编号 (74)11.10.1 管道号组成 (74)11.10.2管道号各部分含义说明 (75)12 给水排水............................................................................................................ 错误！未定义书签。
1.来源C4烃是单烯烃(正丁烯和异丁烯)、二烯烃(丁二烯)，烷烃(正丁烷和异丁烷)的总称。
C4烃主要来源于催化裂化和蒸汽裂解(乙烯裂解副产C4烃)C4馏分除作为燃料之外，可直接或分离出其中的单一组分用作化工原料，也可用于生产烷基化汽油或叠合汽油。
C4馏分来源不同其组成也不同由表1可知, C4 馏分中烯烃含量很高, 其中蒸汽裂解C4馏分中烯烃约占95%, 催化裂化C4中烯烃占50%以上。
裂解C4馏分中含有近50%的丁二烯, 目前各乙烯厂都采用溶剂抽提法对其进行分离, 用作顺丁、丁苯、丁腈等橡胶以及ABS, SBS等树脂的单体。
C4 馏分中其他组分的利用率均不高。
C4 原料气主要由丁烷、丁烯、丁二烯和炔烃等组份组成, 其中丁二烯是生产丁苯橡胶、顺丁橡胶、丁腈橡胶、ABS树脂和尼龙的重要单体和原料。
将丁二烯从C4 气体混合物中有效地分离出来十分重要。
但是, C4 气体各组份的沸点十分接近, 用普通的精馏方法不能得到聚合级丁二烯。
国内外先后开发的分离C4制取丁二烯的方法主要有化学吸收法、氨共沸蒸馏法、络合分离法、二聚解聚法、萃取精馏法等。
由于C4馏分沸点较低，常压下的饱和蒸汽压大而易气化，不易于运输和使用C4馏分中包括丁二烯、1．丁烯、异丁烯及丁烷等，这些组分可以生产环氧丁烷、甲基叔丁基醚(MTBE)等重要的化工原料及产品，但是这些生产工艺需要对原料进行预处理，对馏分中各组分进行分离，过程较为复杂。
C4馏分催化裂解制丙烯工艺具有原料适应性大、不需要原料预处理和装置结构简单等优点，白尔铮等通过对烯烃歧化、C4烃类的选择裂解、丙烷脱氢以及炼厂FCC装置升级等四种生产丙烯的工艺进行比较，从投资费用和生产成本考虑，认为C4烃类选择裂解是四种生产丙烯工艺中最具吸引力的工艺。
此外，国内外也相继开展C4烃类催化裂解制丙烯的研究，因此设计合适的生产工艺，综合利用C4馏分，对于优化资源利用、调整产品结构、降低产品成本具有重要意义。
据统计，世界上约有67％的丙烯来源于蒸汽裂解生产乙烯过程的副产品，约有30％来自炼厂中催化裂解(FCC)工艺，剩余3％左右由丙烷脱氢和其他工艺得到。
从这个信息可以看出，蒸汽裂解工艺在乙烯和丙烯的生产中占绝对的统治地位。
它的优点是技术成熟，装置结构简单，运转稳定性良好和烯烃收率高，但是，该工艺也存在很多不足的地方，比如反应条件十分苛刻(反应温度800℃左右)，水蒸汽加入量为20～30％，并且结焦严重，所以其原料主要是油田或炼油厂轻烃、液化石油气、石脑油和部分原油的直馏柴油等轻质油，而这些烃类由于市场需求量很大，所以存在原料供需矛盾问题。
另外，由于热反应遵循的是自由基机理，所以蒸汽裂解的主要产品是乙烯，丙烯只是其副产品，丙烯／乙烯值较低。
当以轻质油为原料时，产物中丙烯与乙烯的收率比大约为0．5：1，很难从根本上改变丙烯／乙烯的比例。
采用传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯技术，生产成本都较高2 C4馏分的工业应用1.1 正丁烷国外顺酐的生产绝大多数采用正丁烷为原料，由于石油价格上涨引起的苯的价格上扬，欧洲、日本和韩国等国家关闭了其苯法顺酐装置，目前全球顺酐生产能力的70 %～80 %均为正丁烷法顺酐装置。
我国企业苯中国最初的正丁烷顺酐生产装置全部由国外引进，如1994年投产的盘锦有机化工厂，引进美国SD公司的正丁烷固定床吸收工艺建设10 kt/a顺酐装置；山东东营胜利油田化工有限公司引进正丁烷流化床溶剂吸收(ALMA) 工艺技术，建设15 kt/a 的生产装置，这两套装置全部依托油田建设，但目前上述两套装置已停产。
与苯法相比，由于国内资源条件的限制，国内正丁烷顺酐生产技术的发展显得相对迟缓，2002年由天津市化工设计院和新疆吐哈石油天然气工厂联合开发第一套生产能力为20 kt/a 国产正丁烷法顺酐装置，并在2003年3 月份顺利投产。
这套建在新疆吐哈油田的顺酐装置利用轻烃资源，以液化气中的正丁烷为原料，工艺路线成熟可靠，各项技术指标取得较满意结果。
07年7 月全国规模最大的单套正丁烷法顺酐设置在兰州石油化工公司投产，其设备技术与产量均居全国同类产品前列。
中国每年都依赖进口顺酐，建议利用大型石化企业的C4资源逐步采用正丁烷法工艺生产顺酐，逐步淘汰工工艺相对落后，顺酐质量低、对环境危害相对较大的焦化制酸酐落后工艺。
法生产的顺酐占产量的96 %采用正丁烷路线生产顺酐的生产规模较小，技术相对落后。
2. 1 异丁烯组分2. 1. 1 醚化反应生成甲基叔丁基醚以混合C4 馏分为原料与甲醇反应, 其所含异丁烯醚化为甲基叔丁基醚(MTBE)。
MTBE的辛烷值为110, 它可作为含氧型高辛烷值汽油添加剂, 在汽油中加入MTBE不仅能满足汽油含氧量为2%的要求, 还能使汽油产量增加约11%目前, 我国建有MTBE醚化工业装置约40套, 总生产能力达1. 0Mt/a。
采用化工型MTBE工艺, 异丁烯总转化率可达99. 5%以上。
醚化后的残余C4馏分可通过精密精馏分离出1-丁烯, 使异丁烯和1-丁烯都得到合理利用。
MTBE裂解可制得纯异丁烯, 后者可作为生产丁基橡胶的单体。
2. 1. 2 水合反应生成叔丁醇从C4 馏分中分离异丁烯的另一种方法是异丁烯水合制叔丁醇。
叔丁醇是一种重要的化工产品, 主要用作医药原料、硝化纤维素和合成树脂的溶剂与稀释剂、制备MMA和高纯异丁烯的单体等。
C4馏分水合法制叔丁醇的工艺过程并不复杂, 制得的叔丁醇经脱水后即为异丁烯, 其纯度很高, 可用作聚合单体, 但因水合法的转化率仅有80%, 剩余的C4 馏分不能用于生产1-丁烯,故如何提高水合法的异丁烯转化率是目前研究的方向。
3．2．4丁二烯丁二烯在蒸汽裂解得到的C。
馏分中的质量分数为48％，通过抽提得到的丁二烯是丁二烯的一个主要来源，另一来源是从炼油厂C。
馏分脱氢制得截止2007年5月，我国丁二烯的生产厂家达到18家，生产装置26套，产能为每年1．614×107t，约占世界总产能的13．55％。
我国均是以裂解C4。
为原料生产丁二烯，因采用的抽提溶剂不同，生产工艺略有区别，其中采用DMF工艺的装置能约占国内总产能的42．38％。
ACN工艺约占6．56％，NMP工艺约占21．06％。
我国丁二烯的生产不能满足市场需求，约有15％的丁二烯需进口。
近年来，我国丁二烯的消费结构发生了很大的变化。
作为一种重要的化工原料，丁二烯从20世纪90年代初期全部用于生产合成橡胶逐渐扩大到生产合成树脂、热甥性弹性体、丁苯胶乳以及其它有机化工产品，尤其是在丙烯腈一丁二烯一苯乙烯共聚物(ABS)树脂、苯乙烯与丁二烯的嵌段共聚物(SBS)热翅性弹性体合丁苯胶乳等产品的消费量增幅较大。
此外，丁二烯还可直接合成一些基本原料，如丁二醇、四氢呋喃、苯乙烯、己二腈、己内酰胺、丁醛／丁醇及2一乙基乙醇和1一辛烯／l一辛醇等。
预计2006—2010年，我国丁二烯的消费量将以年均8．7％的速度增长，到2011年总消费量将达到1．7x107t。
合成橡胶仍将是我国丁二烯的最主要的消费领域，但ABS树脂的消费比例将继续增长，达到17．65％。
2一丁烯2一丁烯的主要用途：(1)利用间接烷基化技术生产烷基化汽油，这是2一丁烯的主要用途，约占2一丁烯用量的90％。
(2)由2一丁烯和乙烯生产丙烯，2一丁烯是利用C4馏分生产丙烯最好的原料。
目前具有代表性的歧化工艺有：ABBLummus公司的OCT技术¨J，该技术已实现工业化；IFP公司的Meta一4工艺悼1；BASF公司的C。
歧化工艺、南非的c。
歧化工艺、UOP公司的c。
歧化工艺和ACRO公司的c。
歧化工艺。
(3)通过2一丁烯水合生成仲丁醇然后脱氢生成甲乙酮。
仲丁醇的脱氢可以在气相也可以在液相进行。
气相脱氢法以锌铜合金或氧化锌为催化剂，在固定床反应器中进行，其反应条件为400～500℃，0．4MPa。
仲丁醇的转化率及甲乙酮的选择性均为摩尔分数90—95％。
液相脱氢法则采用骨架镍式亚铬酸铜为催化剂，其反应温度较低，约为150oc。
液相脱氢反应的选择性很高，可达摩尔分数99％以上，其能耗低，催化剂寿命长，产物分离也较简单3C4馏分利用新技术3. 1 芳构化3. 2 催化裂解以炼厂重C4馏分和裂解的抽余C4馏分为原料, 在催化剂的作用下进行催化裂解, 将C4馏分转化为丙烯和乙烯。
该工艺与蒸汽裂解工艺相比, 可得到较高的丙烯收率, 还可根据市场需求调整乙烯和丙烯的收率比, 另外, 其裂解温度比蒸汽裂解的低约200e , 可使生产能耗降低约20%国内对C4 烃催化裂解制丙烯技术也进行了研究和开发大连化物所采用ZSM-5型催化剂, C4转化率达70%~80%, 乙烯产率达10%~20%, 丙烯产率达30%~40%; 兰州石化研究院与中科院兰州化物所合作, 在小型固定床催化反应器上, 以炼厂重C4 为原料、ERC- 1分子筛为催化剂, 在反应温度为625e、进料空速为2h-1、水油质量比为( 0. 3~0. 5) B1. 0的条件下, C4烃单程转化率为91. 5%, 乙烯丙烯总收率达60%以上。
目前我国C4烃催化裂解技术存在催化剂积炭失活快、稳定性差、使用寿命短等主要问题, 制约了该技术的工业应用。
3. 3 歧化目前, C4烯烃歧化技术存在生产成本高的问题。
若采用贵金属催化剂, 反应温度虽较低, 但催化剂生产成本却较高; 而采用非贵金属催化剂, 则反应温度较高。
因此, 低温下以非贵金属为催化剂的歧化工艺是今后研发的重点。
另外,多数C4烯烃歧化工艺需加一定量的乙烯, 这也是该技术生产丙烯成本较高的原因之一。
