异丁烯生产方法

异丁烯生产方法
【专利摘要】本发明涉及一种异丁烯生产方法，主要解决现有技术存在的异丁烯收率低、溶剂损耗大的问题。本发明采用一种异丁烯生产方法，既将甲醇既作为高效吸收剂进行吸收?解吸分离脱除产品气中的C3以下轻组分，又将甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四进行MTBE醚化反应和裂解反应，得到高纯度异丁烯产品。由此，异丁烯纯度≥99.9％，异丁烯单程收率≥98.5％，甲醇损耗≤1.5％，较好地解决了上述问题，可应用于制备异丁烯的生产中。
【专利说明】
异丁烯生产方法
技术领域
[0001]本发明涉及一种异丁烯生产方法。
【背景技术】
[0002] 异丁烯是一种重要的化工原料，主要用于合成甲基叔丁基醚(MTBE)，也可以用于 生产丁基橡胶、异戊橡胶、聚异戊烯橡胶等弹性体，还可以用于生产各种精细化学品。随着 异丁烯下游产品市场需求的不断增加，尤其是MTBE的大量生产，导致异丁烯的需求量剧增， 异丁烯全球性资源不足的矛盾日益突出，扩大异丁烯来源，增加异丁烯产量，成为石化发展 的一个重要课题。增加异丁烯来源的一个重要工艺路线是异丁烷脱氢法。该方法是以纯度 较高的异丁烷为原料，经催化脱氢反应生成异丁烯产品。异丁烯的分离过程可分为脱除C3 以下轻组分和混合C4产品精制二部分。脱除C3以下轻组分的传统方法是通过增压并采用低 温深冷的精馏方法进行分离获得主产品异丁烯，但是这种分离方法能耗较高且设备投资也 较高。混合C4产品精制，目前主要有硫酸萃取法、吸附分离法、异丁烷丙烯共氧化联产法、 MTBE裂解法和正丁烯异构化法等。其中：MTBE裂解法是一种先进并且较为经济的制取高纯 异丁烯的方法，也是目前制取高纯异丁烯应用最广的一种方法。MTBE裂解法的工艺过程是 将混合C4馏分在强酸性阳离子交换树脂的催化作用下，异丁烯与甲醇进行选择性的醚化反 应生成MTBE，然后MTBE在催化作用下，催化裂解为异丁烯和甲醇，制得高纯度异丁烯产品， 而甲醇返回循环使用。
[0003] 现有技术中的专利申请号CN201210150386.5异丁烷制异丁烯的方法，公开了采用 将异丁烷在反应温度为500~650°C，反应压力为0.0~0.5MPa条件下，通过装有铂系或铬系 脱氢催化剂的反应器进行脱氢反应，得到包含氢气、甲烷、乙烯、异丁烯和未转化异丁烷及 重组分的混合物流，将该混合物流压缩至0.5~2. OMPa，冷却至5~60°C条件下进行气液分 离，分离后的液相经过吸收剂吸收分离及脱轻组分塔、脱重组分塔后，得到异丁烷和异丁 烯，异丁烯送至醚化装置，异丁烷循环返回脱氢反应系统的技术方案。采用己烷、环己烷、 苯、甲苯、二甲苯、乙苯、二乙二醇醚、三乙二醇醚、环丁砜、芳烃抽余油等一种或组合的含5 ~18个碳原子烃类作为吸收剂，达到氢气、甲烷和C2馏分与C3馏分及以上烃类的分离，分 离的氢气纯度高，设备投资低，能耗也低。
[0004] 专利申请号CN201110412796.8-种吸收分离异丁烷脱氢制异丁烯反应产品气的 系统及方法，公开了一种采用油吸收方法来代替传统精馏方法，对含有氢气、甲烷、碳二、碳 三、碳四和少量碳五及更重组分的异丁烷脱氢制异丁烯反应产品气进行有效分离，减少异 丁烯损失，避免使用低温冷量，既降低能耗又可节省设备投资。所用的吸收剂为碳五至碳九 组分中一种或其中两种以上组分的混合物。
[0005] 专利申请号CN200980127847.3通过裂解含MTBE的混合物制备异丁烯的方法，公开 了裂解MTBE原料获得反应产物，在0.1 MPa的压力下，通过对反应产物沸点范围的划分，经过 精馏制得高纯度异丁烯的方法。
[0006] 专利申请号CN201310075610.3-种甲基叔丁基醚裂解制备高纯异丁烯的系统及 方法，公开了工艺系统包括:精制塔;反应器;气液分离罐；甲醇回收塔；甲醇水洗塔;异丁烯 脱轻塔;异丁烯脱重塔;所述精制塔、反应器、气液分离罐、甲醇水洗塔、异丁烯脱轻塔及异 丁烯脱重塔依次连接，所述气液分离罐与甲醇回收塔连接，所述甲醇水洗塔与气液分离罐 及甲醇回收塔形成并联连接。同时，本发明还提供一种利用所述系统通过甲基叔丁基醚裂 解制备高纯异丁烯的方法，所述系统和制备方法可制取纯度大于99.9%的高纯异丁烯，并 可得到99%以上纯度的甲醇。
[0007] 专利申请号CN201520804219.7MTBE醚解生产高纯异丁烯设备，公开了该设备可制 取高纯度的异丁烯，生产异丁烯的单程收率可达97~98%，甲醇损耗在2%左右，制取的高 纯度异丁烯符合聚合级要求。
[0008] 现有技术中的专利申请号CN201210150386.5和专利申请号CN201110412796.8脱 除C3以下轻组分采用吸收分离法均需要另外注入其它高沸点烃类作为溶剂，增加了溶剂存 储、回收、精制的过程，这种方法不但运行能耗较高，而且设备投资也较高。专利申请号 CN200980127847.3仅仅是实验室生产规模和中试装置生产规模，存在大规模工业生产"放 大效应"问题。专利申请号CN201310075610.3和专利申请号CN201520804219.7仅仅采用 MTBE作为原料制取高纯度异丁烯产品的方法，异丁烯收率较低、溶剂损耗较大。
[0009] 由此，现有技术生产异丁烯中的脱除C3以下轻组分和混合C4产品精制方法存在能 耗高、投资大、异丁烯收率低、溶剂损耗大等问题。

【发明内容】

[0010] 本发明所要解决的技术问题是现有技术中安全性较差的问题，提供一种新的异丁 烯生产方法。该方法具有安全性较好的优点。
[0011] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下:一种异丁烯生产方法，异丁烷脱氢 反应形成的包括异丁烯的产品气，通过包括如下步骤的方法进行分离：
[0012] (1)脱除C3以下轻组分:采用甲醇作为高效吸收剂进行吸收分离，除去反应气中的 氢气、甲烷和轻烃，得到富异丁烯的混合碳四馏分;具体流程为:所述产品气在分离脱除水 后进入压缩机，经过压缩冷却后的未凝气体进入吸收塔塔釜，气体从下而上通过吸收塔，与 从塔顶进入的吸收剂甲醇逆流接触，除氢气、C1~C2轻烃以外的其它烃类被甲醇吸收剂吸 收，吸收了C3及C3以上烃类的吸收剂从吸收塔塔釜排出，经过贫富液换热器换热后，进入溶 剂回收塔；富含C3及C3以上烃类的吸收剂在溶剂回收塔中经过精馏分离，在塔顶分出C3~ C4烃类，进入脱轻塔;溶剂回收塔塔顶馏出的不凝气返回压缩机入口，重新压缩回收不凝气 中的C1~C2和C3~C4;溶剂回收塔塔釜流出不含C3及C3以上烃类的贫液吸收剂与新鲜甲醇 混合，经过贫富液换热后，返回吸收塔顶部循环使用;溶剂回收塔塔顶冷凝的C3~C4馏出物 与压缩机出口的液相烃类一起进入脱轻塔进行精馏分离，在塔顶分离出C3馏分，在塔釜得 到脱除氢气、C3及C3以下轻烃后的混合C4馏分；
[0013] (2)混合C4产品精制：采用甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进行MTBE醚 化反应和裂解反应，实现异丁烯和C4异构体的分离，得到高纯度异丁烯产品；具体流程为： 含异丁烯的混合C4馏分和过量甲醇一起进入MTBE醚化反应器，在催化剂作用下，异丁烯与 甲醇发生醚化反应生成MTBE; MTBE醚化反应器的反应物进入反应精馏塔，反应精馏塔内设 有催化剂，未反应的异丁烯和甲醇在反应精馏塔反应床层中继续醚化反应生成MTBE;反应 精馏塔塔顶馏出物进入脱异丁烷塔进行精馏分离，并在塔顶获得异丁烷，异丁烷返回脱氢 反应器继续脱氢反应;脱异丁烷塔塔釜获得包括正丁烷、1-丁烯的组分;反应精馏塔塔釜得 到的MTBE进入MTBE裂解反应器，在催化剂作用下发生裂解反应，分解成异丁烯和甲醇;MTBE 裂解反应器产物进入水洗塔塔釜，在水洗塔中，异丁烯和甲醇与塔顶进入的水逆流接触，甲 醇被水吸收后从水洗塔塔釜排出，并进入甲醇回收塔;经过甲醇回收塔精馏分离，甲醇回收 塔塔釜流出的回收甲醇与新鲜甲醇混合，返回MTBE醚化反应器继续反应;水洗塔塔顶馏出 物进入精异丁烯塔精馏分离，并在塔顶得到高纯度异丁烯产品，塔釜得到MTBE，叔丁醇产 品。
[0014]上述技术方案中，优选地，吸收塔的操作条件为:操作表压0.88~1.22MPa，操作温 度50~70Γ。
[0015]上述技术方案中，优选地，溶剂回收塔的操作条件为操作表压0.72~1.14MPa，操 作温度70~140 °C。
[0016] 上述技术方案中，优选地，脱轻塔的操作条件为:操作表压1.86~2.34MPa，操作温 度 65 ~145°C。
[0017] 上述技术方案中，优选地，MTBE醚化反应器的操作条件为:采用固定床反应器结构 型式，催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压0.68~0.72MPa，操作温度45~65 °C，原料摩尔比为，混合碳四：甲醇=1:0.42~0.58，液体原料空速为1.1~1.4小时4。
[0018] 上述技术方案中，优选地，反应精馏塔反应床层的操作条件为:催化剂采用大孔强 酸性阳离子交换树脂，操作表压〇. 58~0.66MPa，操作温度55~95°C，回流比0.8~1.0。
[0019] 上述技术方案中，优选地，脱异丁烷塔的操作条件为:操作表压0.54~0.78MPa，操 作温度44~86 °C。
[0020] 上述技术方案中，优选地，MTBE裂解反应器的操作条件为:采用固定床反应器结构 型式，催化剂采用RKS02固体酸，操作表压0.52~0.68MPa，操作温度185~205°C，MTBE原料 空速为2.5~3.5小时4。
[0021 ]上述技术方案中，优选地，水洗塔的操作条件为:操作表压0.52~0.64MPa，操作温 度 46 ~82°C。
[0022] 上述技术方案中，优选地，甲醇回收塔的操作条件为:操作表压0.02~0.06MPa，操 作温度64~88°C ;精异丁烯塔的操作条件为:操作表压0.46~0.66MPa，操作温度45~75°C。
[0023] 本发明涉及一种优化的异丁烯生产方法，采用甲醇作为高效吸收剂进行吸收-解 吸分离，脱除产品气中的C3以下轻组分;采用甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进 行MTBE醚化反应和裂解反应，将异丁烯和C4异构体进行分离，得到高纯度异丁烯产品。由 此，异丁烯产品纯度多99.9%，异丁烯单程收率多98.5%，甲醇损耗<1.5%，取得了较好的 技术效果。
【附图说明】
[0024] 图1为本发明所述方法的流程示意图。
[0025] 图1中，1-油水分离罐，2-压缩机，3-吸收塔，4-贫富液换热器，5-溶剂回收塔，6-脱 轻塔，7-MTBE醚化反应器，8-反应精馏塔，9-脱异丁烷塔，10-MTBE裂解反应器，11-水洗塔， 12-精异丁烯塔，13-甲醇回收塔，21-异丁烷脱氢反应产品气，22-冷凝水，23-脱水后反应 气，24-压缩冷凝液，25-压缩后产品气，26-H2、Cl~C2轻烃，27-含C3及以上烃类富液，28-不含C3及以上烃类贫液，29-C1~C2和C3~C4不凝气，30-溶剂回收塔塔顶馏出物，31-C3馏 分，32-脱除轻烃后的异丁烷脱氢反应产品C4馏分，33-MTBE反应补充新鲜甲醇，34-循环溶 剂补充新鲜甲醇，35-新鲜甲醇，36-MTBE醚化反应产物，37-反应精馏塔塔顶馏出物，38-正 丁烷、1-丁烯，39-异丁烷，40-反应精馏塔塔釜液，41-MTBE裂解反应器产物，42-水洗塔塔顶 馏出物，43-异丁烯产品，44-MTBE、TBA产品，45-水洗塔塔釜液，46-甲醇回收塔塔顶馏出物， 47-新鲜水，48-回收循环甲醇。
[0026] 下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
【具体实施方式】
[0027] 【对比例1】
[0028] 以10万吨/年异丁烷脱氢制异丁烯装置为例，反应气的组成如下：
[0030] 现有技术中，异丁烷首先进行催化脱氢反应，然后脱氢反应产品气压缩后进入吸 收塔，重组分被溶剂吸收，吸收了大量烃类的富烃溶剂进入解吸塔，解吸塔塔顶馏出物进入 脱轻塔，塔顶分离出碳三馏分，塔釜得到脱除轻烃后的碳四反应产品气;含异丁烯的混合碳 四馏分再进行MTBE醚化反应和裂解反应，实现异丁烯和C4异构体的分离，最后得到高纯度 异丁烯产品异丁烯产品纯度多99.9%，异丁烯单程收率97~98%，甲醇损耗在2%左右。
[0031] 【实施例1】
[0032] 在如图1所示的流程中，包括如下3部分：
[0033] (1)脱除C3以下轻组分:采用甲醇作为高效吸收剂进行吸收分离，将异丁烯产品气 经过压缩升压、吸收-解吸、精馏脱轻等工序除去反应气中的氢气、甲烷和轻烃等，得到富异 丁烯的混合碳四馏分；
[0034] (2)混合C4产品精制：异丁烷脱氢反应产物混合碳四馏分中的异丁烯和1-丁烯沸 点非常相近，采用甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进行MTBE醚化反应和裂解反 应，实现异丁烯和C4异构体的分离，得到高纯度异丁烯产品；
[0035] (3)甲醇既作为高效吸收剂，又作为醚化反应原料，只需要一套甲醇回收系统，提 高了甲醇的利用率。吸收分离不需要另外注入其它高沸点烃类作溶剂，避免新建一套其它 溶剂存储、回收、精制的系统;醚化反应原料只有含异丁烯的混合碳四馏分和甲醇，没有其 它高沸点烃类溶剂窜入的可能性，增加了醚化反应的可靠性。
[0036]脱除C3以下轻组分流程如下:异丁烷脱氢反应生成异丁烯等产品气在分离脱除水 后进入压缩机增压，经过压缩冷却后一部分烃类被冷凝，未凝气体进入吸收塔塔釜。气体从 下而上通过吸收塔，与从塔顶进入的吸收剂甲醇逆流接触，除氢气、C1~C2轻烃以外的其它 烃类被甲醇吸收剂吸收。吸收了大量C3及以上烃类的吸收剂从吸收塔塔釜排出，经过贫富 液换热器换热后，进入溶剂回收塔。富含C3及以上烃类的吸收剂在溶剂回收塔中经过精馏 分离，在塔顶分出C3~C4烃类，进入脱轻塔。溶剂回收塔塔顶馏出的不凝气返回压缩机入 口，重新压缩回收不凝气中的C1~C2和C3~C4。溶剂回收塔塔釜流出不含C3及以上烃类的 贫液吸收剂与新鲜甲醇混合，经过贫富液换热后，返回吸收塔顶部循环使用。溶剂回收塔塔 顶冷凝的馏出物与压缩机出口的液相烃类一起进入脱轻塔进行精馏分离，在塔顶分离出C3 馏分，在塔釜得到脱除氢气、轻烃后的混合C4馏分。
[0037] 混合C4产品精制流程如下:含异丁烯的混合C4馏分和过量甲醇一起进入MTBE醚化 反应器，在催化剂作用下，异丁烯与甲醇发生醚化反应生成MTBE。反应物进入反应精馏塔， 反应精馏塔内也设置催化剂，未反应的异丁烯和甲醇在反应精馏塔反应床层中继续醚化反 应生成MTBE。反应精馏塔塔顶馏出物进入脱异丁烷塔进行精馏分离，并在塔顶获得异丁烷， 异丁烷返回脱氢反应器继续脱氢反应。脱异丁烷塔塔釜获得正丁烷、1-丁烯等组分。反应精 馏塔塔釜得到的MTBE进入MTBE裂解反应器，在催化剂作用下发生裂解反应，分解成异丁烯 和甲醇。MTBE裂解反应器产物进入水洗塔塔釜。在水洗塔中，异丁烯和甲醇与塔顶进入的 水逆流接触，甲醇被水吸收后从水洗塔塔釜排出，并进入甲醇回收塔。经过甲醇回收塔精馏 分离，甲醇回收塔塔釜流出的回收甲醇与新鲜甲醇混合，返回MTBE醚化反应器继续反应。水 洗塔塔顶馏出物进入精异丁烯塔精馏分离，并在塔顶得到高纯度异丁烯产品，塔釜得到 MTBE，叔丁醇（TBA)产品。
[0038] 仍以10万吨/年异丁烷脱氢制异丁烯装置为例，反应气的组成，同对比例1。采用本 发明甲醇作为高效吸收剂进行吸收-解吸分离，脱除产品气中的C3以下轻组分;采用甲醇作 为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进行MTBE醚化反应和裂解反应，将异丁烯和C4异构体进 行分离，得到高纯度异丁烯产品。吸收塔:操作表压〇.96MPa，操作温度54~68°C。溶剂回收 塔:操作表压1. 〇8MPa，操作温度72~134°C。脱轻塔:操作表压2.02MPa，操作温度69~131 ΠΤΒΕ醚化反应器:采用固定床反应器结构型式，催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树 月旨，操作表压0.69MPa，操作温度62°C，原料摩尔比为:混合碳四：甲醇=1:0.48，液体原料空 速为1.2小时- 1。反应精馏塔反应床层:催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压 0.62MPa，操作温度57~91°C，回流比0.9。脱异丁烷塔:操作表压0.68MPa，操作温度48~82 Π??Ε裂解反应器：采用固定床反应器结构型式，催化剂采用RKS02固体酸，操作表压 0.59MPa，操作温度195°C，MTBE原料空速为2.9小时- 1。水洗塔:操作表压0.58MPa，操作温度 48~76 °C。甲醇回收塔：操作表压0.04MPa，操作温度66~84 °C ;精异丁烯塔：操作表压 0.58MPa，操作温度49~72 °C。由此，异丁烯产品纯度彡99.9 %，异丁烯单程收率98.6 %，甲 醇损耗1.5%。
[0039] 【实施例2】
[0040]按照实施例1所述的条件和步骤，仍以10万吨/年异丁烷脱氢制异丁烯装置为例， 只是改变反应气组成，反应气的组成如下：
[0043] 采用本发明甲醇作为高效吸收剂进行吸收-解吸分离，脱除产品气中的C3以下轻 组分;采用甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进行MTBE醚化反应和裂解反应，将异 丁烯和C4异构体进行分离，得到高纯度异丁烯产品。吸收塔:操作表压1.04MPa，操作温度58 ~69 °C。溶剂回收塔:操作表压0.96MPa，操作温度71~120 °C。脱轻塔:操作表压1.95MPa，操 作温度66~125ΠΤΒΕ醚化反应器:采用固定床反应器结构型式，催化剂采用大孔强酸性 阳离子交换树脂，操作表压〇.71MPa，操作温度64°C，原料摩尔比为：混合碳四：甲醇=1: 0.52，液体原料空速为1.3小时- 1。反应精馏塔反应床层:催化剂采用大孔强酸性阳离子交换 树脂，操作表压〇. 64MPa，操作温度59~94°C，回流比0.9。脱异丁烷塔:操作表压0.62MPa，操 作温度46~78°C JTBE裂解反应器:采用固定床反应器结构型式，催化剂采用RKS02固体酸， 操作表压0.62MPa，操作温度200°C，MTBE原料空速为3.3小时4。水洗塔:操作表压0.62MPa， 操作温度50~80 °C。甲醇回收塔:操作表压0.05MPa，操作温度69~86 °C ;精异丁烯塔:操作 表压0.62MPa，操作温度52~74°C。由此，异丁烯产品纯度彡99.9%，异丁烯单程收率 98.5%，甲醇损耗1.4%。
[0044] 【实施例3】
[0045] 按照实施例1所述的条件和步骤以及反应气组成，采用本发明甲醇作为高效吸收 剂进行吸收-解吸分离，脱除产品气中的C3以下轻组分;采用甲醇作为原料与含异丁烯的混 合碳四馏分进行MTBE醚化反应和裂解反应，将异丁烯和C4异构体进行分离，得到高纯度异 丁烯产品。只是生产规模改变为20万吨/年异丁烷脱氢制异丁烯装置，工艺操作条件也改 变。吸收塔:操作表压〇. 88MPa，操作温度50~64 °C。溶剂回收塔:操作表压0.72MPa，操作温 度70~117°C。脱轻塔:操作表压1.86MPa，操作温度65~120°C JTBE醚化反应器:采用固定 床反应器结构型式，催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压〇.68MPa，操作温度 45°C，原料摩尔比为，混合碳四：甲醇= 1:0.42,液体原料空速为1.1小时'反应精馏塔反应 床层:催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压〇. 58MPa，操作温度55~94°C，回流 比0.8。脱异丁烷塔:操作表压0.54MPa，操作温度44~73 °C。MTBE裂解反应器:采用固定床 反应器结构型式，催化剂采用RKS02固体酸，操作表压0.52MPa，操作温度185°C，MTBE原料空 速为2.5小时4。水洗塔：操作表压0.52MPa，操作温度46~76 °C。甲醇回收塔：操作表压 0.02MPa，操作温度64~82 °C ;精异丁烯塔:操作表压0.46MPa，操作温度45~70 °C。由此，异 丁烯产品纯度多99.9%，异丁烯单程收率98.5%，甲醇损耗1.5%。
[0046] 【实施例4】
[0047] 按照实施例2所述的条件和步骤以及反应气组成，采用本发明甲醇作为高效吸收 剂进行吸收-解吸分离，脱除产品气中的C3以下轻组分;采用甲醇作为原料与含异丁烯的混 合碳四馏分进行MTBE醚化反应和裂解反应，将异丁烯和C4异构体进行分离，得到高纯度异 丁烯产品。只是生产规模改变为20万吨/年异丁烷脱氢制异丁烯装置，工艺操作条件也改 变。吸收塔:操作表压1.22MPa，操作温度55~70°C。溶剂回收塔:操作表压1.14MPa，操作温 度82~140 °C。脱轻塔:操作表压2.34MPa，操作温度82~145 °C JTBE醚化反应器:采用固定 床反应器结构型式，催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压〇.72MPa，操作温度 65 °C，原料摩尔比为:混合碳四：甲醇=1:0.58，液体原料空速为1.4小时4。反应精馏塔反应 床层:催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压〇. 66MPa，操作温度59~95°C，回流 比1.0。脱异丁烷塔:操作表压0.78MPa，操作温度55~86°C JTBE裂解反应器:采用固定床反 应器结构型式，催化剂采用RKS02固体酸，操作表压0.68MPa，操作温度205°C，MTBE原料空速 为3.5小时 水洗塔：操作表压0.64MPa，操作温度53~82 °C。甲醇回收塔：操作表压 0.06MPa，操作温度69~88 °C ;精异丁烯塔:操作表压0.66MPa，操作温度56~75 °C。由此，异 丁烯产品纯度多99.9%，异丁烯单程收率98.5%，甲醇损耗1.5%。
【主权项】
1. 一种异丁烯生产方法，异丁烷脱氢反应形成的包括异丁烯的产品气，通过包括如下 步骤的方法进行分离： (1) 脱除C3以下轻组分:采用甲醇作为高效吸收剂进行吸收分离，除去反应气中的氢 气、甲烷和轻烃，得到富异丁烯的混合碳四馏分;具体流程为:所述产品气在分离脱除水后 进入压缩机，经过压缩冷却后的未凝气体进入吸收塔塔釜，气体从下而上通过吸收塔，与从 塔顶进入的吸收剂甲醇逆流接触，除氢气、C1~C2轻烃以外的其它烃类被甲醇吸收剂吸收， 吸收了C3及C3以上烃类的吸收剂从吸收塔塔釜排出，经过贫富液换热器换热后，进入溶剂 回收塔;富含C3及C3以上烃类的吸收剂在溶剂回收塔中经过精馏分离，在塔顶分出C3~C4 烃类，进入脱轻塔;溶剂回收塔塔顶馏出的不凝气返回压缩机入口，重新压缩回收不凝气中 的C1~C2和C3~C4;溶剂回收塔塔釜流出不含C3及C3以上烃类的贫液吸收剂与新鲜甲醇混 合，经过贫富液换热后，返回吸收塔顶部循环使用;溶剂回收塔塔顶冷凝的C3~C4馏出物与 压缩机出口的液相烃类一起进入脱轻塔进行精馏分离，在塔顶分离出C3馏分，在塔釜得到 脱除氢气、C3及C3以下轻烃后的混合C4馏分； (2) 混合C4产品精制：采用甲醇作为原料与含异丁烯的混合碳四馏分进行MTBE醚化反 应和裂解反应，实现异丁烯和C4异构体的分离，得到高纯度异丁烯产品。具体流程为:含异 丁烯的混合C4馏分和过量甲醇一起进入MTBE醚化反应器，在催化剂作用下，异丁烯与甲醇 发生醚化反应生成MTBE; MTBE醚化反应器的反应物进入反应精馏塔，反应精馏塔内设有催 化剂，未反应的异丁烯和甲醇在反应精馏塔反应床层中继续醚化反应生成MTBE;反应精馏 塔塔顶馏出物进入脱异丁烷塔进行精馏分离，并在塔顶获得异丁烷，异丁烷返回脱氢反应 器继续脱氢反应;脱异丁烷塔塔釜获得包括正丁烷、1-丁烯的组分;反应精馏塔塔釜得到的 MTBE进入MTBE裂解反应器，在催化剂作用下发生裂解反应，分解成异丁烯和甲醇;MTBE裂解 反应器产物进入水洗塔塔釜，在水洗塔中，异丁烯和甲醇与塔顶进入的水逆流接触，甲醇被 水吸收后从水洗塔塔釜排出，并进入甲醇回收塔;经过甲醇回收塔精馏分离，甲醇回收塔塔 釜流出的回收甲醇与新鲜甲醇混合，返回MTBE醚化反应器继续反应;水洗塔塔顶馏出物进 入精异丁烯塔精馏分离，并在塔顶得到高纯度异丁烯产品，塔釜得到MTBE，叔丁醇产品。2. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于吸收塔的操作条件为：操作表压 0 · 88~1 · 22MPa，操作温度50~70°C。3. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于溶剂回收塔的操作条件为:操作表 压0.72~1.14MPa，操作温度70~140°C。4. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于脱轻塔的操作条件为：操作表压 1.86~2.34]\0^，操作温度65~145°(：。5. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于MTBE醚化反应器的操作条件为:采 用固定床反应器结构型式，催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压0.68~ 0.72MPa，操作温度45~65°C，原料摩尔比为，混合碳四：甲醇=1:0.42~0.58，液体原料空 速为1.1~1.4小时4。6. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于反应精馏塔反应床层的操作条件 为:催化剂采用大孔强酸性阳离子交换树脂，操作表压〇. 58~0.66MPa，操作温度55~95°C， 回流比0.8~1.0。7. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于脱异丁烷塔的操作条件为:操作表 压Ο · 54~Ο · 78MPa，操作温度44~86 °C。8. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于MTBE裂解反应器的操作条件为:采 用固定床反应器结构型式，催化剂采用RKS02固体酸，操作表压0.52~0.68MPa，操作温度 185~205°C，MTBE原料空速为2.5~3.5小时一 1。9. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于水洗塔的操作条件为：操作表压 0· 52~0·64MPa，操作温度46~82°C。10. 根据权利要求1所述异丁烯生产方法，其特征在于甲醇回收塔的操作条件为：操作 表压0.02~0.06MPa，操作温度64~88°C ;精异丁烯塔的操作条件为：操作表压0.46~ 0.66MPa，操作温度45~75 °C。
【文档编号】C07C11/09GK106045810SQ201610520344
【公开日】2016年10月26日
【申请日】2016年7月5日
【发明人】李真泽, 徐尔玲, 葛春方, 唐绮颖, 杨兆银, 张斌, 何琨
【申请人】中石化上海工程有限公司, 中石化炼化工程（集团）股份有限公司