CN1918090A

CN1918090A - 获得粗1,3－丁二烯的方法

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Publication number: CN1918090A
Application number: CNA2005800041496A
Authority: CN
Inventors: B·海达
Original assignee: BASF SE
Current assignee: BASF SE
Priority date: 2004-02-06
Filing date: 2005-02-04
Publication date: 2007-02-21
Anticipated expiration: 2025-02-04
Also published as: CA2549063C; JP4881163B2; WO2005075388A1; RU2006131680A; US20080228019A1; EP1718585A1; EP1718585B1; RU2330005C2; US7692053B2; KR101168775B1; AU2005210003B2; CA2549063A1; CN100441553C; ES2384799T3; PL1718585T3; KR20070000449A; DE102004005930A1; AU2005210003A1; JP2007520519A

Abstract

本发明涉及一种获得粗1，3－丁二烯的方法，通过在具有底部蒸发器(V1)的间壁塔(TK)中使用来自包含C₄乙炔化合物作为副组分的C₄馏分的选择性溶剂进行萃取蒸馏，其中间壁(T)设置在该塔的纵向上以形成第一分区(A)、第二分区(B)和下部共用塔区域(C)，以及设置上游的萃取洗涤塔(K)。本发明方法的特征在于控制经由底部蒸发器(V1)输入间壁塔(TK)的能量，使得从间壁塔(TK)抽出底部流(17)，此底部流含有负载C₄乙炔化合物的溶剂，限制1，3－丁二烯的比例使得1，3－丁二烯的损失是经济上可接受的。本发明的特征还在于将底部流(17)加入乙炔脱气塔(AG)并在乙炔脱气塔(AG)中抽提掉C₄乙炔化合物塔顶馏出物，以底部流(27)的形式得到纯化的溶剂。

Description

获得粗1，3-丁二烯的方法

本发明涉及一种在间壁塔或热偶联塔中通过用选择性溶剂从包含C₄乙炔化合物(C₄ acetylenes)作为副组分的C₄馏分萃取蒸馏获得粗1，3-丁二烯的方法。

因为C₄馏分中各组分的相对挥发度的差别小，所以从C₄馏分获得1，3-丁二烯是复杂的蒸馏问题。因此，这种分离通过萃取蒸馏、即添加萃取剂的蒸馏进行，所述萃取剂的沸点高于要分离的混合物的沸点，并且所述萃取剂增加了要分离的各组分的相对挥发度的差别。使用合适的萃取剂使得可以通过萃取蒸馏从所述C₄馏分获得粗1，3-丁二烯馏分，并且所述馏分随后在提纯蒸馏塔中进一步纯化。

本文中，粗1，3-丁二烯表示已经从C₄馏分获得的烃混合物，从C₄馏分中已经除去至少90重量％的丁烷和丁烯总量，优选至少98重量％的丁烷和丁烯总量，更优选至少99重量％的丁烷和丁烯总量，以及同时除去至少90重量％的C₄乙炔化合物，优选至少96重量％的C₄乙炔化合物，更优选至少99重量％的C₄乙炔化合物。粗1，3-丁二烯含有通常以至少80重量％、优选90重量％、更优选大于95重量％的比例作为有价值产物的1，3-丁二烯，余量为杂质。

因此，纯1，3-丁二烯表示一种烃混合物，其含有以至少98重量％、优选至少99.5重量％、更优选99.7-99.9重量％的比例作为有价值产物的1，3-丁二烯，余量为杂质。

DE-A 10105660公开了一种与现有方法相比具有简化的装置结构设计的方法：C₄馏分在具有延伸到间壁塔上端的间壁的间壁塔以及位于间壁塔上游的萃取洗涤塔中进行分离。根据DE-A 10105660的方法，半脱气的溶剂流从用于萃取蒸馏的间壁塔底部抽出。术语“半脱气的溶剂”是从事萃取蒸馏以获得1，3-丁二烯的本领域技术人员所熟知的，表示仍含有从要分离的C₄馏分中溶解的组分、特别是对于选择性溶剂具有最大亲合性的组分的那些选择性溶剂。这些特别包括C₄乙炔化合物，特别是乙基乙炔和乙烯基乙炔。

但是，仅经过半脱气的溶剂流不能再循环进入萃取蒸馏，否则将会积累损害乙炔化合物的规格。因此必要的是在再循环进入萃取蒸馏之前，将从间壁塔抽出的底部流先加入脱气塔，如例如由DE-A 2724365公开的，与从底部抽出半脱气流的塔相比，所述脱气塔在更低的压力下运行。在脱气塔中，半脱气的溶剂流进行处理以在底部得到纯化的、即完全脱气的溶剂，并在该脱气塔顶部得到气态烃料流，所述气态烃料流经由压缩机再循环进入萃取蒸馏塔的下部区域。乙炔化合物经由侧流放出。

但是，根据DE-A 2724365的方法，从间壁塔抽出并加入脱气塔的底部流除C₄乙炔化合物之外，还含有相当量的作为有价值产物的1，3-丁二烯。1，3-丁二烯进入脱气塔顶部流，在经济运行模式中1，3-丁二烯不能被丢弃，而是经由压缩机再循环进入在比脱气塔更高的压力下运行的萃取蒸馏操作。压缩机具有高能量消耗；因此，DE-A 2724365的方法实际上比其中需要具有三倍能量消耗的压缩机的现有方法先进。但是，在DE-A 2724365的申请日，本领域技术人员并不知道完全省去压缩机的工艺形式能够以技术简单的方式实现。

DE-A 10322655描述了一种方法，其中对经由间壁塔底部蒸发器输入间壁塔的能量的控制和下部共用塔区域中的理论塔板数可用于调节间壁塔的运行，使得底部流可以从间壁塔移出并且已经含有纯化的溶剂。

因此，用于将含1，3-丁二烯的料流再循环进入萃取蒸馏的脱气塔和压缩机都成为不必要的。

本文中，术语纯化的溶剂或完全脱气的溶剂表示这样的溶剂：在该溶剂中已经将来自C₄馏分的组分贫化到适合用作C₄馏分萃取蒸馏所用的选择性溶剂的程度，同时符合对于粗1，3-丁二烯和萃余液1的预定规范。在这里，关键组分是C₄乙炔化合物，特别是乙基乙炔和乙烯基乙炔。

因此，本发明的一个目的是提供一种用于在无压缩机运行中萃取蒸馏1，3-丁二烯的改进方法，特别是确保塔中较少的结垢，提高运行可靠性和经济可行性。因此，已经找到一种通过用选择性溶剂从包含C₄乙炔化合物作为副组分的C₄馏分萃取蒸馏获得粗1，3-丁二烯的方法，所述方法在具有底部蒸发器的间壁塔中进行，其中间壁设置在该塔的纵向上以形成第一分区、第二分区和下部共用塔区域，以及设置上游的萃取洗涤塔，所述方法包括控制经由底部蒸发器输入间壁塔的能量，使得底部流从间壁塔抽出并包含负载有C₄乙炔化合物的溶剂，在该溶剂中1，3-丁二烯的比例受到限制以使得1，3-丁二烯的损失是经济上可接受的；以及将底部流加入乙炔脱气塔，并且在乙炔脱气塔中抽提掉C₄乙炔化合物塔顶馏出物并以底部流的形式得到纯化的溶剂。

现已发现有可能在间壁塔中从C₄馏分除去主要比例的烃，使得基本上仅具有最好溶解度的烃，即C₄乙炔化合物，保留在选择性溶剂中。因此，有必要仅从间壁塔的底部流除去C₄乙炔化合物，得到能方便地再循环进入萃取蒸馏的纯化溶剂。因为萃取蒸馏塔的底部流中的1，3-丁二烯含量可以减少到低值，所以经济上合理的是不使用能源密集的压缩机将其再循环返回萃取蒸馏操作。

在本文中，用作起始混合物的C₄馏分是每分子中主要具有4个碳原子的烃混合物。例如通过石油馏分(例如液化石油气、石油醚或汽油)的热裂化在乙烯和/或丙烯的制备中得到C₄馏分。此外，在正丁烷和/或正丁烯的催化脱氢中也得到C₄馏分。通常，C₄馏分包含丁烷、正丁烯、异丁烯、1，3-丁二烯和另外少量的C₃和C₅烃，以及丁炔，特别是1-丁炔(乙基乙炔)和丁烯炔(乙烯基乙炔)。1，3-丁二烯的含量通常为10-80重量％，优选20-70重量％，特别是30-60重量％，而乙烯基乙炔和乙基乙炔的含量通常不超过5重量％。

在从C₄馏分获得1，3-丁二烯的分离问题中，用于已经在开头定义的萃取蒸馏中的有用萃取剂，即选择性溶剂，通常是沸点高于要分离的混合物的沸点并且对于共轭双键和三键的亲合力大于对于普通双键或单键的亲合力的那些物质或混合物，优选偶极溶剂，更优选偶极非质子溶剂。出于装置原因，如果有腐蚀性，优选使用具有低腐蚀性的物质。

用于本发明方法的合适的选择性溶剂是例如丁内酯；腈，例如乙腈、丙腈、甲氧基丙腈；酮，例如丙酮；糠醛；N-烷基取代的低级脂肪族酰胺，例如二甲基甲酰胺、二乙基甲酰胺、二甲基乙酰胺、二乙基乙酰胺、N-甲酰基吗啉；N-烷基取代的酰胺(内酰胺)，例如N-烷基吡咯烷酮，特别是N-甲基吡咯烷酮。通常使用N-烷基取代的低级脂肪族酰胺或N-烷基取代的环酰胺。二甲基甲酰胺、乙腈、糠醛以及特别是N-甲基吡咯烷酮是特别有利的。

但是，也可以使用这些溶剂彼此的混合物，例如N-甲基吡咯烷酮与乙腈的混合物，这些溶剂与助溶剂的混合物，所述助溶剂是例如水和/或叔丁基醚叔丁基醚，如甲基叔丁基醚、乙基叔丁基醚、丙基叔丁基醚、正丁基叔丁基醚或异丁基叔丁基醚。

在本文中简写为NMP的N-甲基吡咯烷酮是特别合适的，优选以水溶液形式使用，特别是含7-10重量％的水，更优选含8.3重量％的水。

萃取蒸馏在间壁塔中进行，其中间壁设置在间壁塔的纵向以形成第一分区、第二分区和下部共用塔区域，并连接到上游萃取洗涤塔。

间壁塔以用于更复杂分离任务的已知方式使用，通常用于至少三个组分的混合物，其中分别得到纯净形式的单独组分。它们具有间壁，即通常为在塔的纵向排列并防止塔各分区中的液体和蒸汽流逆向混合的平面金属板。

本文中使用具有特殊结构的间壁塔，其间壁延伸到塔的最高点，并因此使得仅在下部共用塔区域中进行液体和蒸汽流的混合。第一和第二分区通过间壁彼此隔开。

以本领域技术人员已知的方式，可以用适当连接的热偶联塔代替间壁塔。

萃取洗涤塔是逆流洗涤塔。在所有塔中，对于可以使用的分隔内部部件没有限制；出于成本原因，优选使用乱堆填料。

乙炔脱气塔是提馏塔；负载有来自萃取蒸馏的C₄乙炔化合物的底部流被施加到乙炔脱气塔的上部区域，以及C₄乙炔化合物随着上升的热气流逆流脱气。

优选在乙炔脱气塔上连接水洗塔，在水洗塔中，来自脱气的乙炔流的溶剂残余物随着回流和新鲜水被洗出。优选使得水洗塔的直径比乙炔脱气塔的直径小得多。在水洗塔顶部得到包含C₄乙炔化合物的料流并冷凝，将其一部分返回水洗塔作为回流，将其余部分从工艺中排出，特别加入裂化器或者被焚烧。

来自乙炔脱气塔的底部流包含纯化的溶剂并且优选再循环进入萃取蒸馏。

在优选的工艺形式中，

-将C₄馏分加入间壁塔的第一分区，优选进入其中部区域，

-将来自间壁塔第一分区的顶部流加入萃取洗涤塔，进入其下部区域，

-在萃取洗涤塔中，通过在萃取洗涤塔上部区域加入选择性溶剂的第一子流进行逆流萃取，

-经由萃取洗涤塔顶部抽出在选择性溶剂中的溶解度比1，3-丁二烯在选择性溶剂中的溶解度更低的C₄馏分的各组分，

-来自萃取洗涤塔的底部流再循环进入间壁塔第一分区的上部区域，

-将选择性溶剂的第二子流在第二分区的上部区域加入间壁塔，

-以粗1，3-丁二烯的形式抽出来自间壁塔第二分区(B)的塔顶产物，和

-从间壁塔的下部共用塔区域抽出由负载有C₄乙炔化合物的溶剂构成的底部流，其中1，3-丁二烯的比例受到限制，使得1，3-丁二烯的损失是经济上可接受的，

-将底部流(17)加入乙炔脱气塔(AG)，在该塔中，C₄乙炔化合物从塔顶汽提，并且纯化的溶剂以底部流(27)的形式获得并再循环进入工艺。

因此优选将要分离的C₄馏分加入间壁塔的第一分区，更优选进入其中部区域；

来自间壁塔第一分区的顶部流加入到上游萃取洗涤塔，进入其下部区域，

通过在萃取洗涤塔上部区域中加入选择性溶剂的第一子流而在萃取洗涤塔中进行逆流萃取，

经由萃取洗涤塔顶部，更优选在萃取洗涤塔顶部的冷凝器中，抽出在选择性溶剂中的溶解度比1，3-丁二烯在选择性溶剂中的溶解度更低的C₄馏分的各组分，以及将其以回流形式部分施加返回萃取洗涤塔，其余部分以副产物形式抽出，所述副产物主要包含丁烷和丁烯，也经常称为萃余液1。

萃取洗涤塔的底部流，即除选择性溶剂之外还包含1，3-丁二烯、丁烷、丁烯和在选择性溶剂中的溶解度比1，3-丁二烯更好的C₄馏分的各组分的料流，被加入间壁塔第一分区的上部区域，由于该料流和以蒸汽形式施加在间壁塔第一分区的上部区域中的C₄馏分之间的物质传递，引起逆流萃取，同时在间壁塔第一分区的顶部消耗在选择性溶剂中溶解度比1，3-丁二烯更低的各组分。

在间壁塔下端得到除1，3-丁二烯之外还包含在选择性溶剂中的溶解度比1，3-丁二烯更好的C₄馏分的各组分、特别是C₄乙炔化合物的气态流。使用施加在间壁塔第二分区上部区域的选择性溶剂的第二子流将这些上升的气态流在逆流中洗净。优选通过在塔顶部的冷凝器中冷凝，将来自间壁塔第二分区的气态顶部产物抽出，已冷凝的顶部流的子流以回流形式返回间壁塔的分区B，以及其余的已冷凝的顶部流以粗1，3-丁二烯形式抽出。

在下部共用塔区域中，溶剂被脱气，从而在萃取蒸馏塔底部得到包含C₄乙炔化合物和1，3-丁二烯的溶剂，其中1，3-丁二烯的比例使其损失是经济上可接受的。

在通过萃取蒸馏塔的底部蒸发器测量该目的所需的输入能量中，工艺工程师将考虑已经在每个特定情况中用作选择性溶剂的物质或物质混合物的热应力能力(thermal stressability)。

当选择性溶剂的热应力能力允许时，萃取蒸馏塔底部中的温度有利地设定足够高，使得仍然可能在萃取蒸馏塔顶部用便宜的冷却剂(例如河水)冷凝。

但是，当用于特定情况的选择性溶剂的热应力能力在底部得到溶剂(其1，3-丁二烯的比例受到限制，使得1，3-丁二烯的损失是经济上可接受的)所需的温度下不足时，必要的是在仍然允许选择性溶剂的塔底部温度下操作以及因此在塔顶部用比河水更昂贵的冷却剂进行冷却。

如以上所述，一种特别优选的选择性溶剂为NMP，优选以水溶液形式使用，特别是含7-10重量％的水，更优选含8.3重量％的水。

在NMP用作选择性溶剂的前提下，萃取蒸馏塔的底部蒸发器中的温度优选设定为150-210℃，更优选设定在178℃。因此，以间壁塔形式配置的萃取蒸馏塔第二分区中的顶部压力设定为1-10巴绝对压力，优选2-5巴绝对压力，更优选3.5巴绝对压力。乙炔脱气塔优选在从1巴绝对压力到间壁塔(TK)中顶部压力最大值范围内的顶部压力下运行。

原则上不必要的是在与萃取蒸馏塔分隔的上游萃取洗涤塔中回收被称为萃余液1的由丁烷和丁烯组成的副产物。同样可能的是将萃取洗涤塔整合到用作萃取蒸馏塔的间壁塔的第一分区中，当这在技术上和经济上可行时，考虑工艺的特殊边界条件，特别是要分离的C₄馏分的组成和萃余液1的规格，以便适当增加间壁塔第一分区中的理论塔板数。

在下文描述优选的来自DE-A 10105660方法的工艺变型也同等地适用于本发明的工艺：

在一种优选的工艺变型中，通过合适的措施分开间壁塔的间壁下端的蒸汽流，使得输送到间壁塔第一分区的子流多于输送到间壁塔第二分区的子流。调节间壁下端蒸汽流的分配，能够以简单和可靠的方式保证在间壁塔第二分区的顶部取出的粗1，3-丁二烯流的所需产物规格。

这种间壁下端的蒸汽流的不均匀分配特别优选通过偏心排列间壁以使第二分区小于间壁塔第一分区来实现。

间壁特别优选偏心排列，使得第一分区对第二分区的截面比率为8∶1到1.5∶1，特别是2.3∶1。

作为偏心布置的间壁的替代或除此之外，间壁下端的蒸汽流可以通过其它措施，例如襟板或导向板，按间壁塔两个分区之间的所需比率分开。

用于在间壁下端分配蒸汽流的另外附加或替代的措施是设定位于间壁塔第二分区顶部的冷凝器的除热功率。

在一种优选的工艺变型中，间壁塔的两个分区上端的压力可以分别独立调节。这样能够保证粗1，3-丁二烯的所需产物规格。

间壁塔两个分区顶部的压力优选通过分程控制分别设定。以公知的方式，术语分程控制表示其中压力调节器的出口同时连接到惰性气体管线和通风管线的布置。将压力调节器的阀门设定范围分开，使得一次仅启动一个阀门，即或者发生惰性气体流入或者进行通风。这样能够使惰性气体的量以及与废气流有关的产物损失减到最小。

除分程控制之外或作为分程控制的替代，可能的是利用位于间壁塔第二分区顶部和萃取洗涤塔顶部的冷凝器的除热功率调节间壁塔两个分区顶部的各自压力。

在一种优选的变型中，可能的是通过构造将乙炔脱气塔整合入间壁塔的下部区域。为了该目的，必须在间壁塔的下部共用塔区域中适当增加理论塔板数目，以及在对应于乙炔脱气塔上端的点处，必须在间壁塔中提供气密隔板，但是恰当的是例如通过抽出隔板之上的液体并将其加入返回隔板之下保证液体连接。

来自萃取蒸馏塔的底部流的热含量可以有利地用于工艺本身中的热集中，特别是用于通过与从乙炔脱气塔抽出的底部流之间的间接热交换进行加热，和/或与从间壁塔的一个或多个分离阶段抽出、并通过与热的底部流间接热交换而被加热和/或蒸发并反向循环进入间壁塔下部共用塔区域的液体之间的间接热交换进行加热，并且一个或多个分离阶段以这种方式方便地加以选择，使得用于萃取蒸馏塔的总能量需求最少。

另外地或可选地，来自乙炔脱气塔的纯化溶剂的底部流的热含量可以用于与从萃取蒸馏塔下部共用塔区域中的一个或多个合适分离阶段抽出、加热和/或蒸发并返回到萃取蒸馏塔的液体之间的间接热交换，和/或用于通过与要加入萃取蒸馏塔的C₄馏分之间的间接热交换进行热交换。

现已发现由于经由萃取蒸馏塔的最低分离阶段从底部蒸发器观察的萃取蒸馏塔中加热曲线的显著下降，本方法中的热集中比现有方法、特别是比DE-A 10322655的方法更好，特别是比所述方法好约10％。

本方法中，萃取蒸馏塔的特殊运行方式确保运行可靠性增加，因为乙炔化合物积聚超过其分解限度的风险被排除，所述运行方式中在从萃取蒸馏塔分隔的装置或装置部分中除去C₄乙炔化合物。

另外，该特殊运行方式实现了间壁塔中惊人有利的温度分布：即使间壁塔的底部蒸发器仅在比现有方法略微降低的温度下运行，在所有塔中，特别是同样在间壁塔和乙炔脱气塔中，本方法也不会达到结垢的危险温度，即没有通常＞150℃的温度。相反，进行乙炔脱气的区域中的温度比现有方法明显降低约30-40℃，特别是获得了由此产生结垢显著减少的结果。

在下文参考附图和工作实施例详细说明本发明：

图1说明本发明装置的流程。

在具有设置在塔纵向上的间壁T的间壁塔TK中，间壁T将间壁塔分成第一分区A、第二分区B和下部共用塔区域C，将C₄馏分1加入第一分区A。例如，第二分区B含有40个理论塔板以及下部共用塔区域C含有10个理论塔板。来自分区A的顶部流2进入具有例如20个理论塔板的上游萃取洗涤塔K的下部区域。在萃取洗涤塔K的上部区域中加入第一溶剂子流3并发生逆流萃取，得到了返回间壁塔TK分区A上部区域的底部流7和在萃取洗涤塔K顶部冷凝器中冷凝的顶部流4，冷凝物的子流作为料流5再次加入萃取洗涤塔K，并且其余部分的冷凝物作为料流6抽出。

在间壁塔TK的第二分区B中加入第二溶剂子流13。从第二分区B抽出顶部流14并冷凝，已冷凝的顶部流14的子流15以回流形式引入间壁塔的第二分区B，并且已冷凝的顶部流14的其余部分以粗1，3-丁二烯的形式抽出(料流16)。

从间壁塔(TK)的底部，经由间壁塔(TK)的底部蒸发器(V1)从外部向装置提供能量。工艺内部合适的热集中优选使能量仅在这一点上从外部提供给装置。

底部流17，即负载有C₄乙炔化合物的溶剂(其1，3-丁二烯含量不超过经济上可接受的损失的上限)优选在热集中之后与来自乙炔脱气塔(AG)的底部流、更优选与从间壁塔(TK)下部共用塔区域(C)抽出的液体一起加入乙炔脱气塔(AG)的上部区域中。在乙炔脱气塔(AG)中，包含纯化溶剂的底部流27被抽出，并如图所示，优选在热集中之后与从间壁塔的下部共用塔区域(C)抽出的液体，以及与加入间壁塔的C₄馏分(料流1)一起作为料流3和料流13再循环进入工艺。

将乙炔脱气塔(AG)与水洗塔连接，在水洗塔中使用回流和新鲜水从脱气的乙炔化合物料流中洗掉溶剂残余物。在水洗塔(W)的顶部，包含乙炔化合物的料流24被抽出，在塔顶部的冷凝器中冷凝，其中一部分作为回流25返回水洗塔(W)，其余部分作为料流26从工艺中放出。

Claims

1.一种获得粗1，3-丁二烯的方法，其中通过在具有底部蒸发器(V1)的间壁塔(TK)中用选择性溶剂从包含C₄乙炔化合物作为副组分的C₄馏分萃取蒸馏，其中间壁(T)设置在该塔的纵向上以形成第一分区(A)、第二分区(B)和下部共用塔区域(C)，以及设置上游的萃取洗涤塔(K)，所述方法包括控制经由底部蒸发器(V1)输入间壁塔(TK)的能量，使得从间壁塔(TK)抽出底部流(17)，此底部流包含负载有C₄乙炔化合物的溶剂，其中1，3-丁二烯的比例受到限制，使得1，3-丁二烯的损失是经济上可接受的；以及将底部流(17)加入乙炔脱气塔(AG)并且在乙炔脱气塔(AG)中抽提掉C₄乙炔化合物塔顶馏出物并以底部流(27)的形式得到纯化的溶剂。

2.根据权利要求1的方法，其中间壁塔(TK)的底部流(17)中的1，3-丁二烯的比例被限制在最大值为C₄乙炔化合物比例的0.1-2倍。

3.根据权利要求2的方法，其中间壁塔(TK)的底部流(17)中的1，3-丁二烯的比例被限制在C₄乙炔化合物比例的0.3倍。

4.根据权利要求1-3任何一项的方法，其中将间壁塔(TK)的底部流(17)的能量用于与乙炔脱气塔的底部流(27)和/或与从间壁塔的下部共用塔区域C中的一个或多个分离阶段抽出的液体进行间接热交换，并且对抽出液体的分离阶段加以选择，使得间壁塔(TK)的能量需求最小。

5.根据权利要求1-4任何一项的方法，其中将乙炔脱气塔(AG)的底部流(27)的热含量用于与从间壁塔的下部共用塔区域(C)中的一个或多个分离阶段抽出的液体进行间接热交换，并且对抽出液体的一个或多个分离阶段加以确定，使得间壁塔(TK)的热含量需求最小，和/或将底部流(27)的热含量用于与加入间壁塔(TK)的要分离的C₄馏分(1)进行间接热交换。

6.根据权利要求1-5的任何一项的方法，其中使用热偶联塔代替间壁塔(TK)。

7.根据权利要求1-6任何一项的方法，其中

-将C₄馏分加入间壁塔(TK)的第一分区(A)，优选进入其中部区域，

-将来自间壁塔(TK)第一分区(A)的顶部流(2)加入萃取洗涤塔(K)，进入其下部区域，

-在萃取洗涤塔(K)中，通过在萃取洗涤塔(K)的上部区域加入选择性溶剂的第一子流(3)进行逆流萃取，

-经由萃取洗涤塔(K)的顶部抽出(4)在选择性溶剂中的溶解度比1，3-丁二烯在选择性溶剂中的溶解度更低的C₄馏分的各组分，

-来自萃取洗涤塔(K)的底部流(7)再循环进入间壁塔(TK)第一分区(A)的上部区域，

-将选择性溶剂的第二子流(13)加入间壁塔(TK)的第二分区(B)的上部区域，

-来自间壁塔(TK)第二分区(B)的塔顶产物(14)作为粗1，3-丁二烯(16)被抽出，和

-从间壁塔(TK)的下部共用塔区域(C)抽出由负载有C₄乙炔化合物的溶剂构成的底部流(17)，其1，3-丁二烯的比例被限制为使得1，3-丁二烯的损失是经济上可接受的，

-将底部流(17)加入乙炔脱气塔(AG)，其中C₄乙炔化合物从塔顶汽提以及纯化的溶剂作为底部流(27)获得并再循环进入工艺。

8.根据权利要求1-7任何一项的方法，其中间壁塔(TK)的底部蒸发器(V1)中的温度控制为50-210℃，优选为178℃，间壁塔(TK)的第二分区(B)的顶部压力控制为1-10巴绝对压力，优选为2-5巴绝对压力，更优选为3.5巴绝对压力，以及乙炔脱气塔(AG)中的顶部压力控制在从1巴绝对压力到间壁塔(TK)中的底部压力的最大值的范围内。

9.根据权利要求1-8任何一项的方法，其中乙炔脱气塔(AG)通过构造整合入下部共用塔区域(C)，这通过在下部共用塔区域(C)中设置理论塔板数到相应较大值并在对应于整合进入下部共用塔区域(C)的乙炔脱气塔(AG)上端的点处在间壁塔(TK)中引入气密隔板进行。