由的制作方法

由c4烃混合物得到异丁烯的方法
1.本发明涉及一种在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法
。
2.来自蒸汽裂化器或流体床催化裂化器
(fcc)
单元的
c4馏分基本由丁二烯
、
异丁烯
、1-丁烯和
2-丁烯类与饱和烃异丁烷和正丁烷一起构成
。
世界各地用于该类
c4馏分的常规后处理方法包括下列步骤：首先除去主要部分的丁二烯
。
留下称为残液1的烃混合物，其包括与异丁烯
、1-丁烯和
2-丁烯类一起的饱和烃
。
从该混合物除去异丁烯的可能方式是与伯醇反应而形成烷基叔丁基醚
。
这留下饱和烃和线性丁烯类
。
在除去丁二烯和异丁烯之后得到的
c4混合物称为残液
2。
3.文献
ep 0003305 a2
公开了一种从含异丁烯的
c4烃混合物除去异丁烯的方法，包括
(a)
使该混合物与伯醇在酸性离子交换树脂存在下反应而形成烷基叔丁基醚；
(b)
蒸馏反应混合物而得到包含未转化烃类的塔顶产物和包含该烷基叔丁基醚的塔底产物；
(c)
将塔底产物供入醚裂解单元以分解该烷基叔丁基醚而得到异丁烯和伯醇；
(d)
蒸馏在步骤
(c)
中生产的异丁烯和伯醇的混合物而得到包含异丁烯的塔顶产物和包含该伯醇的塔底产物以及
(e)
将步骤
(d)
的塔底产物再循环到步骤
(a)。
4.文献
cn 1158228 c
公开了一种通过使含有异烯烃的混合烃料流与醇反应而制造异烯烃和
/
或叔烷基醚的方法，得到叔烷基醚产物
。
在蒸馏塔中分离该叔烷基醚产物，其中高纯叔烷基醚产物作为侧馏分从蒸馏塔的汽提段出料以降低制备叔烷基醚和
/
或异烯烃的设备成本和能耗
。
5.文献
cn 1239444 c
公开了一种生产异烯烃的方法，包括
(a)
将含有异烯烃的烃混合物和醇供入醚化反应器中，
(b)
在第一分馏器和第二分馏器中分离主要含有叔烷基醚的所得产物，
(c)
通过加热器加热该产物并随后将其供入醚裂解反应器中而得到主要含有未反应叔烷基醚
、
异烯烃和醇的产物以及
(d)
由第三分馏器对该产物进行高沸点馏分去除而得到异烯烃
。
6.即使安装有用于从
c4烃混合物反应性分离异丁烯的装置，在操作这些装置中就其操作窗口，即为保证该装置稳定操作而应满足的工艺条件范围而言仍存在一些挑战
。
这些装置通常是为预定范围的进料组分设计的
。
一旦组分或其质量分数发生较大偏差，则难以或者甚至不可能以稳定模式操作该装置
。
另一挑战是将这些装置设计成就形成烷基叔丁基醚和将其反向裂解成异丁烯和醇并将该醇再循环到醚形成反应器而言闭环操作
。
在该环路中最初小的干扰如杂质可能集聚并且导致需要临时关闭该装置或该装置的部分的情形
。
7.本发明的目的是要提供一种经由烷基叔丁基醚的形成和反向裂解从
c4烃混合物反应性分离异丁烯的方法，其对于抗内部或外部干扰更稳健
。
8.该目的根据本发明由根据权利要求1的方法实现
。
该方法的有利变型在权利要求
2-14
中提供
。
9.本发明的主题是一种在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法，该方法包括：
10.(a)
在醚化单元中使
c4烃混合物与伯醇接触并使该混合物与该伯醇在酸性催化剂
存在下反应而形成作为中间产物的相应烷基叔丁基醚和作为副产物的二异丁烯；
11.(b)
在第一蒸馏单元中蒸馏来自醚化单元的反应混合物，其中
c4烃残液作为塔顶产物出料，该烷基叔丁基醚和二异丁烯作为液态或汽状塔底产物出料，并且若塔底产物作为液体出料则将其汽化；
12.(c)
在醚裂解单元中使汽状塔底产物在酸性催化剂存在下反应，得到作为反应产物的异丁烯和该伯醇；以及
13.(d)
在第二蒸馏单元中蒸馏来自醚裂解单元的反应混合物，其中异丁烯作为塔顶产物出料，该伯醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元
。
14.根据本发明，该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元，其中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该进料流分离
。
15.提供供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元显著增加由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的装置的操作窗口
。
第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的除去使得可以从该体系连续除去高沸点杂质
。
从该体系除去高沸点组分可以以不同方式完成
。
在优选实施方案中，对副产物分离单元供入第一蒸馏单元的底部清洗料流
。
在另一优选实施方案中，对副产物分离单元供入第二蒸馏单元的部分塔底产物
。
在另一优选实施方案中，对副产物分离单元供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和第二蒸馏单元的部分塔底产物
。
16.本发明方法对于抗内部干扰如杂质聚集以及外部干扰如进料组成变化更稳健
。
此外，将第二蒸馏单元的塔底产物的出料部分分离成不同馏分使得实现更具体的回收策略
、
更高的工艺集成以及因此降低操作成本
。
与其中将有价值副产物二异丁烯排放的已知方法相反，容易将二异丁烯回收
。
17.适合本发明方法的含异丁烯的
c4烃混合物例如由石油产品的热或催化裂化，由液化石油气
(lpg)、
粗汽油
、
粗柴油等的热解，或者由正丁烷和
/
或正丁烯的催化脱氢得到
。
这些
c4烃混合物通常除了异丁烯外含有烯属和链烷属
c4烃
。
它们还可以含有丁二烯和炔烃，例如
1-丁炔和丁烯炔
。
含丁二烯的
c4烃混合物可以直接使用或者在从
c4烃混合物除去丁二烯，例如通过用选择性溶剂萃取除去丁二烯之后使用
。
含异丁烯的
c4烃混合物通常含有
5-95
重量％，优选
10-90
重量％，尤其是
20-70
重量％异丁烯
。
优选使用除了异丁烯外含有正丁烷
、
异丁烷
、1-丁烯
、
反式-2-丁烯和顺式-2-丁烯且有或没有
1,3-丁二烯的
c4烃混合物
。
更优选将没有
1,3-丁二烯的
c4烃混合物
—
已知为“残液-1”—
用于本发明方法
。
18.适合本发明方法的伯醇是可以与异丁烯反应而形成相应烷基叔丁基醚的那些
。
优选该伯醇选自甲醇
、
乙醇
、
异丙醇和异丁醇
。
更优选该伯醇为异丁醇
。
19.在本发明主题的第一实施方案中，该伯醇为甲醇且该烷基叔丁基醚为甲基叔丁基醚
(mtbe)。
在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的该方法包括下列步骤：
20.(a)
在醚化单元中使
c4烃混合物与甲醇接触并使该混合物与甲醇在酸性催化剂存在下反应而形成作为中间产物的甲基叔丁基醚
(mtbe)
和作为副产物的二异丁烯；
21.(b)
在第一蒸馏单元中蒸馏来自醚化单元的反应混合物，其中
c4烃残液作为塔顶产物出料，
mtbe
和二异丁烯作为液态或汽状塔底产物出料，并且若塔底产物作为液体出料
则将其汽化；
22.(c)
在醚裂解单元中使汽状塔底产物在酸性催化剂存在下反应，得到作为反应产物的异丁烯和甲醇；以及
23.(d)
在第二蒸馏单元中蒸馏来自醚裂解单元的反应混合物，其中异丁烯作为塔顶产物出料，甲醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元；
24.其中该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元，其中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该进料流分离
。
25.在本发明主题的第二实施方案中，该伯醇为乙醇且该烷基叔丁基醚为乙基叔丁基醚
(etbe)。
在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的该方法包括下列步骤：
26.(a)
在醚化单元中使
c4烃混合物与乙醇接触并使该混合物与乙醇在酸性催化剂存在下反应而形成作为中间产物的乙基叔丁基醚
(etbe)
和作为副产物的二异丁烯；
27.(b)
在第一蒸馏单元中蒸馏来自醚化单元的反应混合物，其中
c4烃残液作为塔顶产物出料，
etbe
和二异丁烯作为液态或汽状塔底产物出料，并且若塔底产物作为液体出料则将其汽化；
28.(c)
在醚裂解单元中使汽状塔底产物在酸性催化剂存在下反应，得到作为反应产物的异丁烯和乙醇；以及
29.(d)
在第二蒸馏单元中蒸馏来自醚裂解单元的反应混合物，其中异丁烯作为塔顶产物出料，乙醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元；
30.其中该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元，其中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该进料流分离
。
31.在本发明主题的第三实施方案中，该伯醇为异丙醇且该烷基叔丁基醚为异丙基叔丁基醚
(iptbe)。
在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含有异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的该方法包括下列步骤：
32.(a)
在醚化单元中使
c4烃混合物与异丙醇接触并使该混合物与异丙醇在酸性催化剂存在下反应而形成作为中间产物的异丙基叔丁基醚
(iptbe)
和作为副产物的二异丁烯；
33.(b)
在第一蒸馏单元中蒸馏来自醚化单元的反应混合物，其中
c4烃残液作为塔顶产物出料，
iptbe
和二异丁烯作为液态或汽状塔底产物出料，并且若塔底产物作为液体出料则将其汽化；
34.(c)
在醚裂解单元中使汽状塔底产物在酸性催化剂存在下反应，得到作为反应产物的异丁烯和异丙醇；以及
35.(d)
在第二蒸馏单元中蒸馏来自醚裂解单元的反应混合物，其中异丁烯作为塔顶产物出料，异丙醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元；
36.其中该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元，其中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该进料流分离
。
37.在本发明主题的第四实施方案中，该伯醇为异丁醇且该烷基叔丁基醚为异丁基叔
丁基醚
(ibtbe)。
在包括醚化单元
、
第一蒸馏单元
、
醚裂解单元和第二蒸馏单元的装置中由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的该方法包括下列步骤：
38.(a)
在醚化单元中使
c4烃混合物与异丁醇接触并使该混合物与异丁醇在酸性催化剂存在下反应而形成作为中间产物的异丁基叔丁基醚
(ibtbe)
和作为副产物的二异丁烯；
39.(b)
在第一蒸馏单元中蒸馏来自醚化单元的反应混合物，其中
c4烃残液作为塔顶产物出料，
ibtbe
和二异丁烯作为液态或汽状塔底产物出料，并且若塔底产物作为液体出料则将其汽化；
40.(c)
在醚裂解单元中使汽状塔底产物在酸性催化剂存在下反应，得到作为反应产物的异丁烯和异丁醇；以及
41.(d)
在第二蒸馏单元中蒸馏来自醚裂解单元的反应混合物，其中异丁烯作为塔顶产物出料，异丁醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元；
42.其中该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元，其中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该进料流分离
。
43.醚化单元
44.该醚化基于该伯醇与含异丁烯的
c4烃混合物，如残液1中所含异丁烯的选择性反应
。
形成的产物是相应的烷基叔丁基醚
。
其他
c4烃不参与醚化反应
。
该醚化可以在例如一个或多个搅拌釜或者一个或多个固定床反应器中进行，优选后者
。
45.二异丁烯在醚化反应过程中作为主要副产物形成
。
叔丁醇可以作为另一副产物形成，尤其是若在酸性催化剂上存在水和异丁烯的话
。
46.醚化反应在用作非均相醚化催化剂的酸性离子交换树脂存在下进行
。
该酸性离子交换树脂是酸形式的阳离子交换剂
。
在一个实施方案中，该酸性离子交换树脂包含磺酸或磷酸离子交换树脂
。
优选该酸性离子交换树脂包含大网孔离子交换树脂
。
合适离子交换树脂的实例是磺化苯酚-甲醛树脂
、
衍生于香豆酮-茚缩合产物的磺化树脂以及尤其是磺化聚苯乙烯树脂
。
在优选实施方案中，该酸性离子交换树脂包含苯乙烯和二乙烯基苯的共聚物，例如交联的苯乙烯-二乙烯基苯共聚物，其用磺酸基团官能化
。
47.在一个实施方案中，该酸性离子交换树脂可以具有至少约1毫当量
h+/
克干树脂的酸性离子交换基团浓度
。
离子交换树脂的量通常为
0.01-1
升总体积
/
升反应器体积
。
48.醚化反应为平衡反应
。
因此，为了达到平衡，要求一定停留时间
。
然而，从实践角度来看，优选连续进行醚化，在这种情况下反应区的体积
(
以体积单位计
)
和每小时以体积单位计的物料通过量之商通常为
0.01-5
小时，优选
0.02-1
小时，尤其是
0.03-1
小时
。
49.醚化反应通常导致
c4烃混合物中所含异丁烯不小于
90
％，优选不小于
95
％，尤其是不小于
96
％转化为该烷基叔丁基醚
。
50.相对于异丁烯摩尔过量的该伯醇对于达到异丁烯的高转化率和抑制异丁烯低聚物的形成是有利的
。
转化率随着该伯醇与异丁烯的摩尔比增加而增加
。
优选该伯醇与
c4烃混合物中所含异丁烯的摩尔比为
100:1-1:1
，更优选
20:1-1.2:1
，尤其是
4:1-1.3:1。
51.醚化可以在大气压力下进行
。
然而，有利的是在过压下，例如在
1.01-30
巴，尤其是
2-20
巴下操作
。
含异丁烯的
c4烃混合物取决于压力和温度可以作为液体或气体使用
。
优选使用液体含异丁烯的
c4烃混合物
。
将压力保持在
12-20
巴范围内以确保在醚化单元中不发
生汽化
。
52.优选来自醚化单元的反应混合物的出口温度为
25-65℃
，优选
30-60℃
，尤其是
30-50℃。
醚化是放热反应
。
低温对醚形成有利
。
为了达到高反应速率和高异丁烯转化率以及低副产物形成，反应器体系优选是级联的并且施用低于
70℃
的温度
。
在一个实施方案中，串联使用多个绝热固定床反应器，例如三个绝热固定床反应器
。
典型的反应器入口温度在
30-40℃
范围内
。
转化率在第一反应器中最高，第二反应器转化剩余的异丁烯并且最后一个反应器具有更长停留时间以实现醚化反应的平衡条件
。
53.随着催化剂的老化增加，对总转化率的主要贡献由第一反应器转移到第二反应器
。
调节反应器的入口温度以实现想要的转化率并且该入口温度取决于各催化剂的活性
。
第三反应器的入口温度将通常最低并且在该反应器出口处仍实现平衡条件的同时尽可能保持低
。
54.第一反应器的催化剂通常比第二和第三反应器的催化剂更频繁更换，因为原料中的污染物将更大可能地使第一反应器的催化剂失活并且在第一反应器内的转化率通常最高
。
55.在反应器级段中提供并联反应器允许更换催化剂而无需关闭整个醚化单元
。
并联连接的反应器可以提供在任何反应器级段中，例如两个第一反应器
、
两个第二反应器和
/
或两个第三反应器
。
56.第一蒸馏单元
57.由醚化单元出料的反应混合物含有烷基叔丁基醚
、
二异丁烯
、
未转化的烃类和未反应伯醇
。
在第一蒸馏单元中将未参与醚化反应的
c4烃类与烷基叔丁基醚和过量伯醇分离
。
取出的塔顶产物为基本不含异丁烯的
c4烃残液
。
异丁烯含量通常为5重量％或更低，优选
2.5
重量％或更低，尤其是
1.5
重量％或更低
。
塔顶产物中的异丁烯含量由醚化单元中的转化率和含异丁烯的
c4烃混合物，例如残液1的初始组成决定
。
塔顶产物中的异丁烯含量可以通过将部分塔顶产物再循环到醚化单元而降低
。
58.优选烷基叔丁基醚和
/
或二异丁基醚在塔顶产物中的合并量不超过
200
重量
ppm。
该塔顶产物也称为“残液
2”。
59.优选将残液2产物料流在蒸馏塔顶部以侧馏分出料
。
沸点低于残液2组分的沸点的组分优选由蒸馏塔的顶部冷凝器作为废气出料
。
那些更轻组分可以包含氮气
、c3烃或潜在形成的叔丁醇
。
60.来自第一蒸馏单元的塔底产物主要包含烷基叔丁基醚和二异丁烯以及沸点高于该烷基叔丁基醚的组分
。
该塔底产物可以含有或可以不含有过量伯醇
。
有利的是取出含有不超过
1,000
重量
ppm
，优选不超过
500
重量
ppm
，尤其是不超过
100
重量
ppm c4烃的塔底产物
。
61.便利的是第一蒸馏单元在约
4-8
巴的压力下操作并且塔底温度为
165-200℃
，例如约
170℃。
62.在本发明方法的一个实施方案中，来自第一蒸馏单元的含有该烷基叔丁基醚的塔底产物以汽相出料，例如作为蒸气侧馏分从蒸馏塔出料
。
63.在另一实施方案中，来自第一蒸馏单元的含有烷基叔丁基醚的塔底产物以液相出料
。
在这种情况下，将塔底产物汽化
。
可能的汽化器是所有常规类型的汽化器，例如降膜蒸
发器，螺旋管，薄膜蒸发器，具有外循环或内循环的自然对流蒸发器，例如
robert
蒸发器，或强制循环蒸发器
。
优选
robert
蒸发器或降膜蒸发器
。
64.进一步优选使该汽相过热以防止由于吸热反应而在醚裂解催化剂上冷凝和孔凝聚
。
65.在第一优选实施方案中，第一蒸馏单元包括蒸馏塔，其中塔底产物在进料级之下的级处作为侧料流由蒸馏塔出料，并且富含高沸点组分的底部清洗料流由蒸馏塔的储槽出料
。
侧料流可以作为蒸气或液体出料
。
将塔底产物作为侧料流出料具有的优点是可能导致醚裂解工艺恶化的高沸点组分在塔底产物中大幅降低
。
66.对该实施方案而言进一步优选将来自第一蒸馏单元中蒸馏塔的储槽的底部清洗料流供入副产物分离单元
。
含有高沸点组分的底部清洗料流可以在副产物分离单元中分离成有价值产物
。
这通过降低副产物的损失而增加该异丁烯分离方法的总效率
。
67.在第二优选实施方案中，将来自第一蒸馏单元的塔底产物在蒸发器中汽化，其中含有标准沸点高于烷基叔丁基醚的高沸点组分的底部清洗料流由蒸发器出料
。
在醚裂解单元之前在蒸发器中除去高沸点组分具有的优点是防止了那些高沸点组分在该封闭工艺中的潜在积聚，这导致该异丁烯分离方法的生产能力增加
。
此外，防止了醚裂解单元中的潜在催化剂失活
。
68.对该实施方案而言进一步优选该蒸发器为自然循环蒸发器，特别是
robert
类型蒸发，并且底部清洗料流在蒸发器底部从液相出料
。
由此可以以容易且有效的方式除去高沸点组分
。
69.对该实施方案而言进一步优选将来自蒸发器的底部清洗料流供入副产物分离单元
。
含有高沸点组分的底部清洗料流可以在副产物分离单元中分离成有价值产物
。
这通过降低副产物的损失而增加该异丁烯分离方法的总效率
。
70.醚裂解单元
71.在醚裂解单元中将该烷基叔丁基醚在酸催化剂存在下在升高的温度下分解成异丁烯和该伯醇
。
优选将来自第一蒸馏单元的含烷基叔丁基醚的塔底产物转移到醚裂解单元而不除去可能存在的任何过量伯醇
。
替换地，可以除去部分或所有伯醇
。
72.该烷基叔丁基醚的分解在酸催化剂上以汽相进行
。
它可以分批进行，但优选连续进行
。
73.醚裂解反应为平衡反应并且高温有利于裂解
。
典型的转化率大于
90
％
。
醚裂解反应可以在一个或多个串联和
/
或并联连接的反应器中进行
。
有用的反应器包括加热管式反应器，如蒸汽加热管式反应器，或者由加热管式反应器和接着的第二加热管式反应器或绝热固定床反应器构成的双反应器体系
。
作为替换，醚裂解反应可以使用两相反应器在两相体系中进行
。
74.合适酸催化剂的实例是呈酸形式的离子交换剂，例如磺化煤，磺化苯酚-甲醛树脂，衍生于香豆酮-茚缩合产物的磺化树脂以及尤其是磺化聚苯乙烯树脂，例如磺化的交联苯乙烯-二乙烯基苯共聚物
。
75.可以使用的其他催化剂有利地为固体磷酸催化剂，其包含在固体载体上的单磷酸或优选聚膦酸
。
适合磷酸催化剂的载体实例是氧化铝
、
二氧化硅
、
活性炭
、
硅藻土或浮石
。
硅胶是优选的载体
。
76.其他合适的酸催化剂是金属硫酸盐，例如硫酸氢钠
、
硫酸氢钙
、
硫酸铝
、
硫酸镍
、
硫酸铜
、
硫酸钴
、
硫酸镉和硫酸锶
。
这些硫酸盐可以未负载地使用，但优选在载体上使用
。
合适载体的实例是硅胶
、
活性炭
、
氧化铝和浮石
。
77.其他适合分解的催化剂是硅胶或氧化铝本身
。
78.在本发明方法的另一实施方案中，将金属磷酸盐，尤其是金属磷酸氢盐用作酸分解催化剂
。
这些磷酸盐还可以含有与对应于酸性金属磷酸盐的化学计量组成的量相比过量的磷酸，例如过量至多
65
％，优选
1-50
％，尤其是
10-20
％
。
该类金属磷酸盐的实例是磷酸镁
、
磷酸钙
、
磷酸锶
、
磷酸钡
、
磷酸锰
、
磷酸镍
、
磷酸铜
、
磷酸钴
、
磷酸镉
、
磷酸铁
(ii)、
磷酸铬以及尤其是磷酸铝
。
该金属磷酸盐催化剂可以直接使用或者在载体上使用
。
合适载体的实例是氧化铝
、
二氧化硅
、
活性炭和氧化锌
。
79.酸催化剂的量通常为约
0.01-1kg
，优选约
0.03-0.3kg/kg
通过反应器的烷基叔丁基醚
/
小时
。
优选将固定床反应器用于该烷基叔丁基醚的分解
。
80.该叔醚的分解温度随酸催化剂的性质和接触时间而变化，但通常在
50-350℃
，优选
80-300℃
，尤其是
100-250℃
范围内
。
若将金属磷酸盐或磷酸催化剂用作该分解催化剂，则该分解通常在
80-350℃
，优选
90-260℃
，尤其是
170-210℃
下进行
。
81.汽化的烷基叔丁基醚的接触时间有利地为
0.1-20
秒，优选
1-10
秒
。
82.该烷基叔丁基醚的分解可以在大气压力下进行，但通常在过压下，例如在至多
30
巴，优选至多
20
巴下进行
。
有利的是该烷基叔丁基醚的分解在
2-15
巴，优选
3-12
巴，尤其是
4-12
巴的压力下进行
。
然而，该分解还可以在减压下进行
。
83.在一个实施方案中，醚裂解单元包括串联连接的第一醚裂解反应器和第二醚裂解反应器
。
由于第一醚裂解反应器的高初始活性，在该反应器中几乎达到完全转化
。
在第一反应器输出物中不存在可裂解醚可能在第二反应器中引起不希望的副反应，如该伯醇脱水成水和异丁烯
。
当第一醚裂解反应器的活性随着时间流逝而下降并且第一醚裂解反应器的输出物含有预定浓度的烷基叔丁基醚时，第二醚裂解反应器投入操作
。
84.在优选实施方案中，使第一醚裂解反应器和第二醚裂解反应器周期性地按顺序交替和
/
或周期性地改变通过第一醚裂解反应器和
/
或第二醚裂解反应器的流动方向
。
在两个反应器之间切换和周期性地改变通过反应器的流动方向的可能性可能导致在反应器长度上的更均匀失活和更好的反应控制
。
最终可以改善整体运行时间
。
85.第二蒸馏单元
86.将由醚裂解单元得到的含有异丁烯和伯醇作为反应产物的反应混合物供入第二蒸馏单元
。
在第二蒸馏单元中通过蒸馏将高纯度异丁烯与更重组分如伯醇
、
未反应的烷基叔丁基醚和其他更重化合物如二异丁烯分离
。
87.在其中该伯醇为甲醇且该烷基叔丁基醚为甲基叔丁基醚
(mtbe)
的本发明主题的第一实施方案中，第二蒸馏单元优选包括甲醇萃取单元和异丁烯提纯塔
。
将来自醚裂解单元的反应混合物供入甲醇萃取单元，在其中使其与溶剂，优选作为溶剂的水逆流接触
。
富含水和甲醇的料流由萃取单元的底部出料以将甲醇进一步加工并再循环到醚化单元
。
富含异丁烯的料流由萃取单元的顶部出料并供入异丁烯提纯塔，在其中将异丁烯与高沸点组分分离并作为异丁烯提纯塔的塔顶产物出料
。
优选异丁烯产物料流在异丁烯提纯塔顶部以侧馏分出料，同时在全液体回流下操作该塔
。
沸点低于异丁烯沸点的组分优选作为废气由该塔
的顶部冷凝器出料
。
那些更轻组分可以包含氮气或
c3烃
。
88.在其中该伯醇为乙醇且该烷基叔丁基醚为乙基叔丁基醚
(etbe)
的本发明主题的第二实施方案中，第二蒸馏单元优选包括乙醇萃取单元和异丁烯提纯塔
。
将来自醚裂解单元的反应混合物供入乙醇萃取单元，在其中使其与溶剂，优选作为溶剂的水逆流接触
。
富含水和乙醇的料流由萃取单元的底部出料以将乙醇进一步加工并再循环到醚化单元
。
富含异丁烯的料流由萃取单元的顶部出料并供入异丁烯提纯塔，在其中将异丁烯与高沸点组分分离并作为异丁烯提纯塔的塔顶产物出料
。
优选异丁烯产物料流在异丁烯提纯塔顶部以侧馏分出料，同时在全液体回流下操作该塔
。
沸点低于异丁烯沸点的组分优选作为废气由该塔的顶部冷凝器出料
。
那些更轻组分可以包含氮气或
c3烃
。
89.在其中该伯醇为异丙醇且该烷基叔丁基醚为异丙基叔丁基醚
(iptbe)
的本发明主题的第三实施方案中，第二蒸馏单元优选包括异丙醇萃取单元和异丁烯提纯塔
。
将来自醚裂解单元的反应混合物供入异丙醇萃取单元，在其中使其与溶剂，优选作为溶剂的水逆流接触
。
富含水和异丙醇的料流由萃取单元的底部出料以将乙醇进一步加工并再循环到醚化单元
。
富含异丁烯的料流由萃取单元的顶部出料并供入异丁烯提纯塔，在其中将异丁烯与高沸点组分分离并作为异丁烯提纯塔的塔顶产物出料
。
优选异丁烯产物料流在异丁烯提纯塔顶部以侧馏分出料，同时在全液体回流下操作该塔
。
沸点低于异丁烯沸点的组分优选作为废气由该塔的顶部冷凝器出料
。
那些更轻组分可以包含氮气或
c3烃
。
90.在其中该伯醇为异丁醇且该烷基叔丁基醚为异丁基叔丁基醚
(ibtbe)
的本发明主题的第四实施方案中，第二蒸馏单元优选包括供入来自醚裂解单元的反应混合物的蒸馏塔
。
异丁烯作为塔顶产物由该塔出料，异丁醇和二异丁烯作为塔底产物出料并再循环到醚化单元
。
底部温度优选为
150-200℃
并且塔中压力优选为
4-8
巴
。
在优选变型中，异丁烯产物料流在该塔顶部以侧馏分出料，同时在全液体回流下操作该塔
。
沸点低于异丁烯沸点的组分优选作为废气由该塔的顶部冷凝器出料
。
那些更轻组分可以包含氮气或
c3烃
。
91.有利的是塔顶产物含有不小于
99.3
重量％，优选不小于
99.5
重量％，尤其是不小于
99.7
重量％的异丁烯
。
优选作为塔顶产物取出含有不超过
500
重量
ppm
，优选不超过
100
重量
ppm
，尤其是不超过
50
重量
ppm
伯醇的异丁烯
。
92.优选靠近塔顶从第二蒸馏单元的侧馏分取出高纯度异丁烯产物
。
可以在该方法中作为副产物产生的任何水可以从该体系中除去，例如在蒸馏塔的顶部冷凝器的回流罐中
。
93.塔底产物主要含有伯醇
、
烷基叔丁基醚和二异丁烯
。
有利的是塔底产物含有
80-85
重量％伯醇，
8-10
重量％烷基叔丁基醚和
4-5
重量％二异丁烯
。
将主要部分的塔底产物再循环到醚化单元
。
必要的话，可以对该再循环料流补充新鲜伯醇
。
94.副产物分离单元
95.根据本发明，该装置进一步包括供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元
。
在将第二蒸馏单元的部分塔底产物供入副产物分离单元的情况下，引入副产物分离单元的塔底产物与再循环到醚化单元的塔底产物的重量比优选在
1:20-1:5
范围内，更优选约
1:10。
96.在副产物分离单元中将富含二异丁烯的二异丁烯产物料流从该料流分离
。
97.在优选实施方案中，将供入副产物分离单元的第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的塔底产物分割成至少三个副产物料流，其中第一副产物料流富含二异丁
烯，第二副产物料流富含该伯醇且第三副产物料流富含标准沸点高于
110℃
的组分，其中将二异丁烯产物料流从第一副产物料流分离
。
将第二蒸馏单元的塔底产物的出料部分分离为三种不同馏分使得实现更具体的回收策略
、
更高的工艺集成以及因此降低操作成本
。
98.甲醇
/mtbe
99.在其中该伯醇为甲醇且该烷基叔丁基醚为甲基叔丁基醚
(mtbe)
的本发明主题的第一实施方案中，副产物分离单元优选包括至少两个蒸馏塔
。
100.在一个实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有甲醇
、mtbe
和二异丁烯
。
富含甲醇的第二副产物料流由第一塔的顶部出料
。
该第二副产物料流可以进一步含有
mtbe。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第二塔的顶部出料，而富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第二塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
101.在另一优选实施方案中，副产物分离单元包括至少三个蒸馏塔
。
对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有甲醇
、mtbe
和二异丁烯
。
富含
mtbe
的料流由第一塔的顶部出料
。
标准沸点高于
mtbe
的组分由第一塔的底部出料并供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含甲醇的第二副产物料流由第二塔的顶部出料
。
将第二塔的塔底产物料流出料并供入副产物分离单元的第三蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第三塔的顶部出料并且富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第三塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
102.乙醇
/etbe
103.在其中该伯醇为乙醇且该烷基叔丁基醚为乙基叔丁基醚
(etbe)
的本发明主题的第二实施方案中，副产物分离单元优选包括至少两个蒸馏塔
。
104.在一个实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有乙醇
、etbe
和二异丁烯
。
富含乙醇的第二副产物料流由第一塔的顶部出料
。
该第二副产物料流可以进一步含有
etbe。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第二塔的顶部出料，而富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第二塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
105.在另一优选实施方案中，副产物分离单元包括至少三个蒸馏塔
。
对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有乙醇
、etbe
和二异丁烯
。
第一蒸馏塔为预分馏塔，在其中富含
etbe
和乙醇的料流由该塔的顶部出料并且富含二异丁烯和更高沸点组分的料流由该塔的底部出料
。
将塔顶产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔，在其中富含
etbe
的料流由第二塔的顶部出料并且富含乙醇的第二副产物料流由第二塔的底部出料
。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第三蒸馏塔，在其中富含二异丁烯的第一副产物料流由第三塔的顶部出料并且富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第三塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
106.异丙醇
/iptbe
107.在其中该伯醇为异丙醇且该烷基叔丁基醚为异丙基叔丁基醚
(iptbe)
的本发明主题的第三实施方案中，副产物分离单元优选包括至少两个蒸馏塔
。
108.在一个实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丙醇
、iptbe
和二异丁烯
。
富含异丙醇的第二副产物料流由第一塔的顶部出料
。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第二塔的顶部出料
。
该第一副产物料流可以进一步含有
iptbe。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第二塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
109.在另一优选实施方案中，副产物分离单元包括至少三个蒸馏塔
。
对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丙醇
、iptbe
和二异丁烯
。
第一蒸馏塔为预分馏塔，在其中富含
iptbe
和异丙醇的料流由该塔的顶部出料并且富含二异丁烯和更高沸点组分的料流由该塔的底部出料
。
将塔顶产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔，在其中富含异丙醇的第二副产物料流由第二塔的顶部出料并且富含
iptbe
的料流由第二塔的底部出料
。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第三蒸馏塔，在其中富含二异丁烯的第一副产物料流由第三塔的顶部出料并且富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第三塔的底部出料
。
第三副产物料流可以含有高沸点组分如三异丁烯
。
110.异丁醇
/ibtbe
111.在其中该伯醇为异丁醇且该烷基叔丁基醚为异丁基叔丁基醚
(ibtbe)
的本发明主题的第四实施方案中，副产物分离单元优选包括至少两个蒸馏塔
。
112.在一个实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丁醇
、ibtbe
和二异丁烯
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第一塔的顶部出料
。
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含异丁醇的第二副产物料流由第二塔的顶部出料，而富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第二塔的底部出料
。
第三副产物料流主要含有
ibtbe
并且可以含有其他高沸点组分如二异丁基醚
(dibe)
和
/
或三异丁烯
。
113.在具有两个塔的替换实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丁醇
、ibtbe
和二异丁烯
。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第一塔的底部出料
。
第三副产物料流主要含有
ibtbe
并且可以含有其他高沸点组分如二异丁基醚
(dibe)
和
/
或三异丁烯
。
将第一塔的塔顶产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第二塔的顶部出料，而富含异丁醇的第二副产物料流由第二塔的底部出料
。
114.在具有两个塔的另一替换实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丁醇
、ibtbe
和二异丁烯
。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第一塔的底部出料
。
第三副产物料流主要含有
ibtbe
并且可以含有其他高沸点组分如二异丁基醚
(dibe)
和
/
或三异丁烯
。
富含异丁醇的第二副产物料流作为侧馏分由第一塔出料
。
将第一塔的塔顶产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
富含二异丁烯的第一副产物料流由第二塔的底部出料
。
将第二塔的塔顶产物再循环回第一塔
。
115.更优选副产物分离单元包括至少三个蒸馏塔
。
116.在一个具有三个塔的实施方案中，对副产物分离单元的第一蒸馏塔供入第一蒸馏单元的底部清洗料流和
/
或第二蒸馏单元的部分塔底产物，其主要含有异丁醇
、ibtbe
和二异丁烯
。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流由第一塔的底部出料
。
第三副产物料流主要含有高沸点组分如三异丁烯
。
将第一塔的塔顶产物料流供入第二蒸馏塔
。
富含异丁醇的第二副产物料流由第二塔的底部出料
。
将第二塔的塔顶产物料流供入第三蒸馏塔，在其中将富含二异丁烯的第一副产物料流由该塔的底部出料
。
第一副产物料流还可以含有
ibtbe
和
/
或二异丁基醚
(dibe)。
117.在优选实施方案中，将富含伯醇的第二副产物料流再循环到醚化单元
。
伯醇的再循环通过降低异丁烯分离所需新鲜伯醇的量而增加该异丁烯分离方法的总效率
。
在现有技术的方法中，通常排放由第二蒸馏单元取出的清洗料流中所含的伯醇量
。
118.在另一优选实施方案中，伯醇在第二副产物料流中的质量分数为至少
90
重量％，优选至少
95
重量％
。
当将第二副产物料流再循环到醚化单元时，该伯醇的高纯度通过降低异丁烯分离所需新鲜伯醇的量而增加该异丁烯分离方法的总效率
。
119.在优选实施方案中，将第一副产物料流进一步分割成至少两个其他副产物料流，其中第四副产物料流富含二异丁烯且第五副产物料流富含烷基叔丁基醚
。
提供第一副产物料流的进一步分离增加了该异丁烯分离方法的灵活性，例如就通过将料流再循环到专用工艺单元的工艺集成而言
。
此外，该方法的总效率增加
。
120.在另一优选实施方案中，二异丁烯在二异丁烯副产物料流中的质量分数为至少
90
重量％，优选至少
95
重量％，更优选至少
98
重量％，尤其是至少
99
重量％
。
对于其中将第一副产物料流进一步分割成至少两个其他副产物料流的方法而言，优选二异丁烯在第一副产物料流中的质量分数为至少
30
重量％并且二异丁烯在第四副产物料流中的质量分数为至少
90
重量％，更优选至少
95
重量％，最优选至少
98
重量％，尤其是至少
99
重量％
。
提供具有高至非常高纯度二异丁烯的副产物料流使得能够将该组分用于各种应用中并且因此增加该异丁烯分离方法的总效率
。
121.对于其中将第一副产物料流进一步分割成至少两个其他副产物料流的方法而言，优选将第五副产物料流至少部分再循环到用于蒸发的蒸发器和
/
或醚裂解单元
。
通过再循环富含烷基叔丁基醚的第五产物料流，降低了该烷基叔丁基醚中所含有价值产物异丁烯的损失
。
这增加了该异丁烯分离方法的总效率
。
122.下列参照附图更详细解释本发明
。
这些附图应解释为原则性展示
。
它们不构成本发明的任何限制，例如就具体实施方案而言
。
在附图中：
123.图1显示本发明方法的第一实施方案的框图
。
124.图2显示本发明方法的第二实施方案的框图
。
125.图3显示本发明方法的第三实施方案的框图
。
126.图4显示本发明方法的第四实施方案的框图
。
127.所用参考数字列举：
128.1...c4烃进料流
129.2...
伯醇进料流
130.3...
醚化单元
131.4...
反应混合物料流
132.5...
第一蒸馏单元
133.6...c4烃残液料流
134.7...
烷基叔丁基醚塔底料流
[0135]8…
醚裂解单元
[0136]9…
反应混合物料流
[0137]
10
…
第二蒸馏单元
[0138]
11
…
异丁烯产物料流
[0139]
12
…
伯醇再循环料流
[0140]
13
…
底部清洗料流
[0141]
14
…
副产物分离单元进料流
[0142]
15
…
副产物分离单元
[0143]
16
…
第一副产物料流
[0144]
17
…
第二副产物料流
[0145]
18
…
第三副产物料流
[0146]
19
…
第四副产物料流
[0147]
20
…
第五副产物料流
[0148]
图1显示本发明由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法的第一实施方案的框图
。
将含异丁烯的
c4烃进料流1和伯醇进料流2供入醚化单元3，后者包括至少一个具有酸性催化剂，优选离子交换树脂的反应器
。
有利的是醚化单元3包括固定床反应器，例如流管反应器或环管反应器或这两种类型的组合
。
使
c4烃混合物与伯醇接触，该混合物在酸催化剂存在下反应而形成作为中间产物的相应烷基叔丁基醚和作为副产物的二异丁烯
。
[0149]
将所得反应混合物4供入第一蒸馏单元
5。c4烃残液料流6作为第一蒸馏单元5的塔顶产物出料
。
由第一蒸馏单元5出料的塔底产物料流7主要包含烷基叔丁基醚和二异丁烯
。
过量的伯醇和通常具有大于
110℃
的标准沸点的重质组分也可以存在于塔底产物料流7中
。
塔底产物料流7作为液态或汽状料流出料
。
在它作为液态料流出料的情况下，则将其在蒸发器中汽化
。
[0150]
将汽状烷基叔丁基醚塔底料流7供入醚裂解单元8，后者包括至少一个具有酸性催化剂，优选离子交换树脂的反应器
。
有利的是醚裂解单元8中的该至少一个反应器为固定床反应器
。
作为反应产物得到异丁烯和伯醇
。
[0151]
将所得反应混合物9供入第二蒸馏单元
10。
高纯异丁烯产物料流
11
作为第二蒸馏单元
10
的塔顶产物出料
。
由第二蒸馏单元
10
出料的塔底产物主要包含伯醇和二异丁烯
。
通常具有大于
110℃
的标准沸点的重质组分也可以存在于该塔底产物中
。
将第二蒸馏单元
10
的塔底产物的主要部分以伯醇再循环料流
12
再循环到醚化单元
3。
必要的话，可以对该再循环料流补充新鲜伯醇
。
[0152]
将第二蒸馏单元
10
的塔底产物的剩余较小部分供入副产物分离单元
15。
在该单元中将副产物分离单元进料流
14
分割成至少三个副产物料流，优选在三个互相连接的蒸馏塔中
。
第一副产物料流
16
富含二异丁烯并且从该装置除去
。
第二副产物料流
17
富含伯醇并再循环到醚化单元
3。
第三副产物料流
18
富含标准沸点高于
110℃
的组分并且也从该装置除
去
。
[0153]
图2显示本发明由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法的第二实施方案的框图
。
在该实施方案中，第一副产物料流
16
进一步分割成至少两个其他副产物料流，其中第四副产物料流
19
富含二异丁烯且第五副产物料流
20
富含烷基叔丁基醚
。
[0154]
图3显示本发明由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法的第三实施方案的框图
。
在该实施方案中，将第二蒸馏单元
10
的塔底产物以伯醇再循环料流
12
完全再循环到醚化单元
3。
必要的话，可以对该再循环料流补充新鲜伯醇
。
对副产物分离单元
15
供入来自第一蒸馏单元5的富含高沸点组分的底部清洗料流
13。
将第一副产物料流
16
进一步分割成至少两个其他副产物料流，其中第四副产物料流
19
富含二异丁烯且第五副产物料流
20
富含烷基叔丁基醚
。
[0155]
图4显示本发明由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法的第四实施方案的框图
。
在该实施方案中，将第一副产物料流
16
进一步分割成至少两个其他副产物料流，其中第四副产物料流
19
富含二异丁烯且第五副产物料流
20
富含烷基叔丁基醚
。
将第五副产物料流
20
至少部分再循环到醚裂解单元
8。
第一蒸馏单元5包括蒸馏塔，其中塔底产物7在进料级之下的级处作为侧料流由蒸馏塔出料，并且富含高沸点组分的底部清洗料流
13
由蒸馏塔的储槽出料
。
将来自第一蒸馏单元5中蒸馏塔的储槽的底部清洗料流
13
供入副产物分离单元
15。
[0156]
实施例1[0157]
由含异丁烯的
c4烃混合物得到异丁烯的方法根据图1所示框图在包括醚化单元
3、
第一蒸馏单元
5、
醚裂解单元
8、
第二蒸馏单元
10
和副产物分离单元
15
的装置中进行
。
[0158]
c4烃混合物1含有
5.9
重量％异丁烷
、14.0
重量％正丁烷
、40.2
重量％异丁烯
、27.6
重量％
1-丁烯
、7.3
重量％反式-2-丁烯和
5.0
重量％顺式-2-丁烯并在
17588.5kg/h
的流速下供入醚化单元
。
[0159]
在
13999.6kg/h
的流速下将异丁醇以含有
83.0
重量％异丁醇
、8.3
重量％异丁基叔丁基醚
(ibtbe)、4.3
重量％二异丁基醚
(dibe)、3.9
重量％二异丁烯
(dib)、0.4
重量％三异丁烯
(tib)
以及痕量异丁烯
、
叔丁醇和水的料流供入醚化单元
。
[0160]
醚化单元3包括三个串联连接的具有离子交换剂作为酸性催化剂的固定床反应器
。
使
c4烃混合物与异丁醇接触并在该酸性催化剂存在下反应而形成作为中间产物的异丁基叔丁基醚
(ibtbe)
和作为副产物的
dib。ibtbe
的重量分数为
53.5
重量％且
dib
的重量分数为
1.9
重量％
。
除了
c4烃混合物的非反应性组分外，反应混合物含有2重量％
dibe
，
0.2
重量％
tib
和
8.5
重量％未反应异丁醇
。
[0161]
将所得反应混合物4供入第一蒸馏单元5，在其中
c4烃残液料流6作为第一蒸馏单元5的塔顶产物出料
。
由第一蒸馏单元5出料的塔底产物料流7包含
80.9
重量％
ibtbe
和
2.8
重量％
dib。
塔底产物料流7进一步含有
12.8
重量％未反应的过量异丁醇和标准沸点大于
110℃
的重质组分，尤其是3重量％
dibe
和
0.3
重量％
tib。
塔底产物作为液态料流出料并在蒸发器中汽化
。
[0162]
将来自第一蒸馏单元5的汽状塔底产物料流7供入醚裂解单元8，后者包括两个串联连接的具有离子交换树脂作为酸性催化剂的固定床反应器
。
反应产物包含
32.6
重量％异丁烯，
55.6
重量％异丁醇，
5.4
重量％
ibtbe
，3重量％
dibe
，
2.8
重量％
dib
和
0.3
重量％
tib。
[0163]
将所得反应混合物9供入第二蒸馏单元
10。
高纯异丁烯产物料流
11
作为第二蒸馏
单元
10
的塔顶产物出料
。
由第二蒸馏单元
10
出料的塔底产物主要包含异丁醇以及较少量的
ibtbe、dibe、dib
和
tib。
[0164]
将第二蒸馏单元
10
的塔底产物的主要部分以伯醇再循环料流
12
再循环到醚化单元
3。
对该再循环料流补充新鲜异丁醇
。
将第二蒸馏单元
10
的塔底产物的剩余较小部分供入副产物分离单元
15。
引入副产物分离单元的塔底产物与再循环到醚化单元的塔底产物的重量比为
1:9.1。
[0165]
该副产物分离单元包括两个蒸馏塔
。
在
1380kg/h
的进料流速下将来自第二蒸馏单元的塔底产物供入副产物分离单元的第一塔
。
该进料流的组成在下表1中以重量分数给出
。
第一塔装有对应于
10
个理论级的规整填料并且在1巴
(abs)
的塔顶压力和
101℃
的塔顶温度下操作
。
塔底温度为
108℃。
在理论级9处的规整填料中间将进料引入该塔中
。
富含二异丁烯的第一副产物料流
16
在
144.6kg/h
的流速下由第一塔的顶部出料并且从该装置除去
。
第一副产物料流的组成在表1中给出
。dib
在第一副产物料流中的重量分数为
27.6
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总
dib
的
68.8
重量％
。
[0166]
将第一塔的塔底产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔
。
第二塔装有对应于6个理论级的散堆填料并且在1巴
(abs)
的塔顶压力和
109℃
的塔顶温度下操作
。
塔底温度为
115℃。
将该进料在最下面的填料段引入该塔中
。
富含异丁醇的第二副产物料流
17
在
1206.4kg/h
的流速下由第二塔的顶部出料并且再循环到醚化单元
3。
第二副产物料流的组成在表1中给出
。
异丁醇在第二副产物料流中的重量分数为
88.1
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总异丁醇的
93.1
重量％
。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流
18
在
24.3kg/h
的流速下由第二塔的底部出料并且从该装置除去
。
第三副产物料流的组成在表1中给出
。
三异丁烯
(
标准沸点为
177℃)
在第三副产物料流中的重量分数为
27.6
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总
tib
的
99.6
重量％
。
[0167]
与没有副产物分离单元的传统装置相比，提供供入第二蒸馏单元的部分塔底产物的副产物分离单元显著增加该装置的操作窗口
。
在本发明方法中以及在传统方法中，需要除去高沸点杂质以避免这些物质在工艺设备中积聚，在其中它们将导致该工艺的故障或者甚至停工
。
与其中有价值产物随同杂质的去除而损失的传统方法相反，本发明方法使得能够从该体系中连续除去高沸点杂质并同时再循环或进一步使用有价值产物如异丁醇和
dib。
在所示实施例中，由第二蒸馏单元出料的
1380kg/h
塔底产物料流中仅
24.3kg/h
作为高沸点杂质从该工艺除去
。
将主要部分的塔底产物料流
—
主要含有有价值异丁醇
—
再循环到醚化单元
。
因此，将第二蒸馏单元的塔底产物的出料部分分离成三种不同馏分使得实现更高工艺集成和降低操作成本
。
与其中将有价值副产物二异丁烯排放的已知方法相反，容易将二异丁烯回收
。
[0168]
表1：
[0169]
[0170][0171]
实施例2[0172]
作为另一实例，对具有三个蒸馏塔的副产物分离单元展示模拟结果
。
模拟在内部模拟工具“chemasim”中进行
。
该模拟工具基于方程并且使用
aspentech(20 crosby drive
，
bedford
，
ma 01730
，
u.s.a.
，
www.aspentech.com)
的物理性能数据
。
使用非随机双液体
(nrtl)
模型来计算汽液平衡
。
[0173]
在该模拟中，在
1248.5kg/h
的进料流速下将第二蒸馏单元
10
的一部分塔底产物供入副产物分离单元
15
的第一蒸馏塔的第4级
(
从下至上计数
)。
进料流的组成在下表2中以重量分数给出
。
第一塔含有7个理论级并在
1.8
巴
(abs)
的塔顶压力和
122℃
的塔顶温度下操作
。
塔底温度为
150℃。
富含标准沸点高于
110℃
的组分的第三副产物料流
18
在
18.2kg/h
的流速下由第一塔的底部出料并从该装置除去
。
第三副产物料流的组成在表1中给出
。
三异丁烯
(
标准沸点为
177℃)
在第三副产物料流中的重量分数为
71.9
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总
tib
的
99.9
重量％
。
[0174]
将第一塔的塔顶产物料流供入副产物分离单元的第二蒸馏塔的第8级
(
从下至上计数
)。
第二塔含有
16
个理论级并在
0.3
巴
(abs)
的塔顶压力和
69℃
的塔顶温度下操作
。
塔底温度为
75℃。
富含异丁醇的第二副产物料流
17
在
976.6kg/h
的流速下由第二塔的底部出料并再循环到醚化单元
3。
第二副产物料流的组成在表1中给出
。
异丁醇在第二副产物料流中的重量分数为
95.0
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总异丁醇的
99.2
重量％
。
[0175]
将第二塔的塔顶产物料流供入副产物分离单元的第三蒸馏塔的第
12
级
(
从下至上计数
)。
第三塔含有
17
个理论级并且在5巴
(abs)
的塔顶压力和
152℃
的塔顶温度下操作
。
塔底温度为
182℃。
富含二异丁烯的第一副产物料流
16
在
243.6kg/h
的流速下由第一塔的底部出料并从该装置除去
。
第一副产物料流的组成在表1中给出
。dib
在第一副产物料流中的重量分数为
28.8
重量％，这对应于供入副产物分离单元的总
dib
的
89.5
重量％
。
[0176]
与实施例1相比，可以进一步增加将副产物进料流分离成有价值副产物料流的效率
。
在所示实施例中，由第二蒸馏单元出料的
1248.5kg/h
塔底产物料流中仅
18.2kg/h
作为高沸点杂质从该工艺除去
。
[0177]
表2：
[0178]