Изобретение относится к объединенному способу получения изобутена и алкил-трет-бутиловых эфиров, таких как метил-трет-бутиловый эфир (МТВЕ), этил-трет-бутиловый эфир (ЕТВЕ), и т.д.
Алкил-трет-бутиловые эфиры используют в качестве высокооктановых добавок для бензинов, и их получают при взаимодействии изобутена с соответствующим спиртом (метанолом для МТВ, этанолом для ЕТВ и т.д.) в жидкой фазе над подходящим катализатором под давлением 15-40 атм. и при 60-100oC (патент N 1012690 JT).
Современная тенденция вводить все возрастающие количества, особенно МТВЕ, в технологию получения бензина и почти полной утилизации рафинированных потоков, содержащих изобутен, привела к развитию комплексов для получения изобутена путем дегидрирования изобутена.
Сырьем является обычно смесь бутанов, типичная блокдиаграмма МТВЕ установки представлена на фиг. 1.
Сырьевой поток 1, содержащий нормальный бутан и изобутан, подают в дистилляционную колонну 2, которую практически изобутан 3 покидает сверху, а поток 14, содержащий H-C4 и высшие углеводороды, отводят из нижней части. Часть 5 нижнего потока изомерируется в реакторе 6 и рециклизуется через 7 в колонну 2.
Изобутан 3 дегидрируют в установке 8, что обеспечивает поток легкого газа 9 и поток 10, содержащий изобутан и изобутен, который подают в МТВЕ синтез 11, где он реагирует с метанолом 12 до получения МТВЕ 13.
Кроме МТВЕ установка 11 производит также поток 14, содержащий изобутан, который рециклизуют в точку, расположенную перед реактором дегидрирования 8.
Следует отметить, что источник процесса дегидрирования не связан с производством МТВЕ.
Однако следует учитывать, что большинство установок МТВЕ будет использовать изобутен, получаемый при дегидрировании изобутана, и аналогично большинство установок по дегидрированию изобутана будут поставлять изобутен на заводы МТВЕ.
Любая интеграция этих двух установок приведет к экономии капиталовложений и/или стоимости по обслуживанию, и представляет поэтому существенный интерес.
Установка по дегидрированию изобутана, схема которой приведена на фиг.2, основана на способе, аналогичном тому, который в настоящее время находит коммерческое применение, т.е. подготовка газа, сжатие и очистка. Более конкретно изобутан 21 подают в реактор дегидрирования 22, после чего следует стадия сжатия 123 и стадия очистки 24.
Очистка включает отделение водорода, азота и легких углеводородов 25 от углеводородной компоненты C4 продукта реакции 26.
Одним из наиболее проблематичных моментов является отделение углеводородов C4 от легкого газового потока, который остается несконденсированным после сжатия.
В современных установках этого разделения достигают с помощью криогенных методик. Это можно осуществить также за счет абсорбции в подходящий растворитель с последующим отпариванием C4 и регенерацией растворителя.
Так, например, в установках дегидрирования изобутана растворитель представляет собой смесь C6-C10 углеводородов.
На фиг. 3 представлена типичная схема процесса дегидрирования изобутана Snamprogetti Yarsintez с выделением криогенными методами (Octane Week, october 8, 1990, р. 7-8).
Изобутан 31 предварительно нагревают в теплообменниках 32 и 33 перед подачей в реактор дегидрирования 34, который соединен с регенератором катализатора дегидрирования 35 по линиям 36 и 37.
Газообразный поток 38 покидает верхнюю часть реактора 34 и поступает в сепаратор 39 после охлаждения в 33, фильтрования в 40, сжатия в 41 и частичной конденсации в 42.
Из сепаратора 39 получают два потока, один из которых, 43, состоит, в основном, из C4 углеводородов, а другой, 44, содержит, главным образом, водород и C3 углеводороды.
Поток 43 подают в депропанизатор 45, из нижней части которого отводят поток 46, состоящий, главным образом, из изо-C4. Поток 44 подают в низкотемпературную систему регенерации 417 для регенерации изобутена и изобутана 48, содержащихся в нем, а затем добавляют к потоку 43. Поток 49, покидающий 47 и содержащий, главным образом, водород и C1-C3 углеводороды, объединяют с потоком 50, покидающим верхнюю часть депропанизатора 45.
Воздух 51 подают в регенерационную колонну 39 после сжатия в 52 и нагревания в 53.
Газообразный поток 54 покидает верхнюю часть колонны 39 и охлаждается в 53, его фильтруют через 55 перед использованием в качестве топливного газа 56.
На фиг. 4 представлена типичная схема дегидрирования изобутана с выделением его абсорбцией и отпариванием.
Мы опишем только одну часть, относящуюся к очистке, так как остальные аналогичны (фиг.3).
Поток 38, покидающий реактор 34, охлаждают в 33, подвергают сжатию в 41 и частично конденсируют в конденсаторе 42 перед тем как подать в сепаратор 39 для отделения тяжелых углеводородов 43 от легких углеводородов 44, причем эти последние подают в абсорбер 60.
Легкие газы и углеводороды 61 покидают верхнюю часть указанного абсорбера, тогда как остальная часть абсорбируется растворителем, подаваемым по линии 62 и отводимым снизу 63.
Поток 63, содержащий отработанный растворитель и C4 углеводороды, подают в дистилляционную колонну 64 из нижней части 65, из которой получают регенерированный растворитель, а из верхней части которой получают поток, содержащий, главным образом, C4 углеводороды 66, причем его подают в колонну депропанизации 67 после того, как добавляют к потоку 43. Поток, состоящий главным образом из изо- C4, отводят из нижней части 68 колонны 67, а поток, содержащий, главным образом, C3 углеводороды, уходит из верхней части 69.
Такая процедура выделения весьма дорогостоящая и сложная. В частности, криогенная система требует больших капиталовложений и затрат на обслуживание, так как цикл рефрижератора действует при очень низких температурах, и включает дорогостоящее оборудование (такое как турбоэкспандеры).
Выделение с помощью абсорбции и отпаривания имеет тот недостаток, что вводимый растворитель является дополнительным относительно цикла производства, и его потом приходится тщательно выделять, что приводит к повышению технологических затрат и дает избыток тяжелых углеводородов в C4 фракцию. Следует также учитывать высокие расходы на десорбцию фракций C4 из растворителя.
Неожиданно было обнаружено, что можно выделять C4 углеводороды из паров, поступающих после первой конденсации за счет абсорбции алкил-трет-бутиловым эфиром и/или соответствующим используемым спиртом, без снижения выхода до величины ниже, чем в вышеописанных способах, несмотря даже на то, что высокое давление паров этих соединений в условиях процесса, казалось бы, препятствует их использованию.
По сравнению с абсорбцией тяжелыми углеводородами по схеме (фиг.4), основным преимуществом использования этих растворителей является то, что эти соединения присутствуют в качестве реагентов (метанол, этанол, и т.д.) или в качестве продуктов (MTBE, ETBE и т.д.) и то, что потоки, содержащие выделенный C4 и растворитель, можно подавать непосредственно в рабочие установки, уже предусмотренные на заводах по получению алкил-трет-бутилового эфира без какой-либо дополнительной обработки.
Учитывая универсальность используемой криогенной схемы, очевидно также, что система, работающая при очень низких температурах, является более сложной, нежели абсорбционная колонна, работающая при температуре 40-60oC.
Объединенный способ получения изобутена и алкил-трет-бутилового эфира по способу изобретения включает существенно следующие стадии:
a) дегидрирование потока, содержащего изобутан, затем осуществление его сжатия и частичной конденсации газов, что приводит к получению после выделения газообразного потока, содержащего водород, азот и C1 C4 углеводороды, жидкого потока, содержащего, главным образом, C4 углеводороды;
b) подачу газообразного потока в абсорбционную колонну, использующую растворитель для получения из верхней части газообразной смеси, состоящей, главным образом, из водорода, азота и C1 C3 углеводородов, а из нижней части жидкой смеси, состоящей, главным образом, из C4 углеводородов и отработанного растворителя;
c) подачу жидкого потока, содержащего, главным образом, C4 углеводороды в дистилляционную колонну до получения из верхней части газообразной смеси, содержащей главным образом, C3 углеводороды, а из донной части жидкой смеси, содержащей изобутан и изобутен;
d) подачу жидкой смеси, содержащей изобутан и изобутен со стадии (c) в реактор, или в первый реактор, если используют два или более реактора, вместе с соответствующим спиртом до получения алкил-трет-бутилового эфира;
e) подачу продукта из реактора в дистилляционную колонну для получения из верхней части потока содержащего, главным образом, непрореагировавшие газы, а из нижней части жидкости, содержащей, главным образом, алкил-трет-бутиловый эфир;
f) подачу потока содержащего, главным образом, непрореагировавшие газы со стадии (e) непосредственно в промывочную колонну, если используют только один реактор, или во второй реактор, если используют два и более реактора, затем подачу продукта из указанного второго реактора в дистилляционную колонну до получения из нижней части жидкой смеси, содержащей алкил-трет-бутиловый эфир, который рециклизуют в дистилляционную колонну стадии (e) или в третий реактор, если используют несколько реакторов, и из верхней части смеси, содержащей главным образом, непрореагировавшие газы, причем этот поток подают в промывочную колонну;
g разделение в промывочной колонне для получения из верхней части существенно непрореагировавших углеводородов C4, а из нижней части жидкой смеси, содержащей главным образом, воду и используемый спирт, причем их разделяют в дистилляционной колонне, отличающийся тем, что растворитель, используемый в абсорбционной колонне стадии (b) является частью жидкости, содержащей главным образом, алкил-трет-бутиловый эфир со стадии (e) и/или часть соответствующего спирта, используемого в процессе.
Жидкую смесь, содержащую, главным образом, C4 углеводороды и алкил-трет-бутиловый эфир, как отработанный растворитель, покидающий донную часть абсорбционной колонны стадии (b), можно подавать частично или полностью в один или более из следующих узлов оборудования:
в дистилляционную колонну стадии (c);
в дистилляционную колонну стадии (e);
в реактор стадии (d).
Следует учитывать, что нет необходимости регенерировать алкил-трет-бутиловый эфир, так как указано, что указанную жидкую смесь нет необходимости подавать в дистилляционную колонну стадии (c).
Если в процессе используют спирт, и его же используют в качестве растворителя в абсорбционной колонне стадии (b), жидкую смесь, покидающую колонну, подают в реактор стадии (d).
Спирт, выделенный в дистилляционной колонне, после промывочной стадии (g) можно рециклизовать в реактор стадии (d), и/или в реактор стадии (f), если используют два или более реактора, и/или в абсорбционную колонну стадии (b).
Непрореагировавшие C4 углеводороды, выделенные в промывочной колонне стадии (g) можно с удобством смешать с потоком, содержащим изобутан стадии (a) для того, чтобы дегидрировать их вместе.
Вышеописанный метод можно также вести, используя колонну реактора, в которой реактор и дистилляционная колонна объединены в одном элементе оборудования. В этом случае часть жидкости, содержащей, главным образом, алкил-трет-бутиловый эфир, непосредственно покидающий колонну реактора, рециклизуют в абсорбционную колонну стадии (b). Количество растворителя, используемого в абсорбционной колонне стадии (b) предпочтительно находится в следующих интервалах:
для алкил-трет-бутилового эфира в качестве единственного растворителя, от 0,5 до 2 моль на моль C4 углеводорода, содержащегося в абсорбционной колонне, и более предпочтительно, от 1 до 1,5;
для соответствующего спирта в качестве единственного растворителя, от 1 до 3 моль на моль C4 углеводорода, содержащегося в абсорбционной колонне, и более предпочтительно, от 1,5 до 2.
В случае смешанного растворителя количества алкил-трет-бутилового эфира и соответствующего спирта можно, очевидно снизить ниже вышеописанных отношений.
Если в качестве единственного растворителя используют алкил-трет-бутиловый эфир, часть жидкости, содержащей его, которую можно подавать в абсорбционную колонну, предпочтительно составляет от 15 до 50 об. и более предпочтительно от 30 до 40% от полного количества жидкости, покидающей дистилляционную колонну стадии (e).
Изобретение будет более понятно при рассмотрении чертежей, на которых представлены некоторые его предпочтительные, но не лимитирующие варианты. На фиг.5 представлена схема объединенного процесса получения MTBE, с применение MTBE в качестве абсорбента.
Сырьевой поток 101, содержащий нормальный и изо-бутены предварительно нагревают в теплообменниках 102 и 103 перед подачей в реактор дегидрирования 104, который соединен с регенератором катализатора дегидрирования 105 по линиям 106 и 107. Газообразный поток 108 покидает верхнюю часть реактора 104, и его подают в сепаратор 109 после охлаждения в 103, фильтрования через 110, сжатия в 111 и частичной конденсации в 112, для отделения тяжелых углеводородов 113 от легких углеводородов 114, которые подают в абсорбер 115, в котором MTBE 116 используют в качестве растворителя. Легкие газы 117, покидающий верхнюю часть абсорбера 115 охлаждают в 118 и разделяют в 119, для отделения от газов 121 MTBE 120, который рециклизируют в абсорбер.
Поток жидкости 113 подают в дистилляционную колонну 122 для получения C3 углеводородов из верхней части 123 и изобутана из донной части 124.
Изо C4 124 подают в первый реактор 125 вместе с метанолом 126 для получения потока, содержащего MTBE 127, который подают в дистилляционную колонну 128 для получения целевого MTBE 129 из донной части и непрореагировавших газов ( метанол, изо-бутен и изобутан ) 130 из верхней части.
Газообразный поток 130 подают во второй реактор 131 вместе с метанолом для получения дальнейшего потока, содержащего MTBE 132 ( с меньшим содержанием MTBE нежели в потоке 127 ), который подают в дистилляционную колонну 133, из нижней части которой получают поток 134, содержащий, главным образом, MTBE который рециклизуют в колонну 128, а из верхней части которой получают поток 135, содержащий метанол, изобутен, которые подают в промывочную колонну 136, в которую подают воду 137.
Изобутан 138 покидает верхнюю часть колонны 136, и подлежит рециклизации будучи добавленным к потоку 101, метанол и вода 139, покидающие донную часть, подлежат разделению в колонне 140. Часть потока 129, содержащая, главным образом MTBE, рециклизуют в 141 в качестве растворителя абсорбционной колонны 115. Поток жидкости 142, содержащий C4 углеводороды и MTBE подают в дистилляционную колонну 128. Часть его можно подать по 143 в реактор 125.
Воздух 144 подают в регенерацию колонну 105 после сжатия в 145 и нагревания в 146. Газообразный поток 147 покидает верхнюю часть колонны 105 и его охлаждают в 146 и фильтруют в 148 перед использованием в качестве топливного газа 149.
На фиг. 6 представлена возможная схема объединенного процесса получения MTBE с применением в качестве абсорбента MTBE, как на схеме (фиг. 5), но с той разницей, что донный поток из абсорбера 142 подают вместе с жидкостью 113 из сепаратора 109 в дистилляционную колонну 122.
Таким образом, C3 углеводороды частично абсорбированные растворителем далее удаляют.
Цифровые обозначения на схеме (фиг. 6) имеют те же значения, что и на фиг. 5.
На фиг. 7 представлена возможная схема объединенного процесса получения MTBE с применением метанола в качестве растворителя. Различия между этой схемой и схемой (фиг.5) состоят в том, что часть метанола подают в абсорбционную колонну 115 вместо части MTBE, а цифровые обозначения имеют те же значения, что и на фиг. 5.
Далее приводится два примера для лучшей иллюстрации изобретения.
Пример 1. 100 кмоль/ч изобутана подают в реактор дегидрирования, работающий в газовой фазе при 580oC при атмосферном давлении, с катализатором Cr Al. Вытекающий из реактора поток состоит из:
52.0 кмоль/ч изобутана;
43.9 кмоль/ч изобутена;
49.0 кмоль/ч водорода;
3.8 кмоль/ч метана;
2.3 кмоль/ч C3 углеводородов;
1.5 кмоль/ч C5 и высших углеводородов.
Покидающий реактор поток подвергают сжатию до 20 атм и охлаждают до 40oC для разделения на поток жидкости и поток газообразных продуктов. Поток жидкости состоит главным образом, из C3, C4 и высших углеводородов.
Газообразный поток все еще содержит около 25% C4 углеводородов и имеет следующий состав:
12.2 кмоль/ч изобутана;
9.4 кмоль/ч изобутена;
47.7 кмоль/ч водорода;
3.4 кмоль/ч метана;
1.0 кмоль/ч C3 углеводородов.
Этот поток подают в нижнюю часть абсорбионной колонны, в верхнюю часть которой подают жидкий MTBE при 35oC в таком количестве, чтобы отношение MTBE к подаваемым C4 углеводородам составило I I.
Температуру колонны поддерживают между 35 и 60oC. Таким образом выделяют 99.6% изобутана и изобутена, содержащихся в сырьевом потоке; потери растворителя составляют 0.5 с потоком паров.
Поток жидкости из донной части имеет следующий состав:
12.15 кмоль/ч изобутана;
9.36 кмоль/ч изобутена;
0.65 кмоль/ч водорода;
0.20 кмоль/ч метана;
0.62 кмоль/ч C3 углеводородов;
21.49 кмоль/ч МТВЕ.
Этот поток смешивают с потоком жидкости из конденсации при 40oC, до получения потока следующего состава:
51.95 кмоль/ч изобутана;
43.86 кмоль/ч изобутена;
1.95 кмоль/ч водорода;
0.60 кмоль/ч метана;
1.92 кмоль/ч C3 углеводородов;
1.50 кмоль/ч C5 высших углеводородов;
21.49 кмоль/ч МТВЕ.
Эту смесь подают в дистилляционную колонну, из которой выделяют остаток, содержащий МТВЕ, C4 углеводороды и небольшое количество пропана и пропилена.
Этот остаток смешивают с метанолом в таком количестве, чтобы отношение метанол/изобутан составило I I, подают при ZHSV5 (часовая объемная скорость жидкости) в первичный реактор синтеза МТВЕ, где он реагирует на смоле Амберлит 15 при температуре 60 oC и давлении 15 ат.
Состав потока, покидающего реактор:
51.95 кмоль/ч изобутана;
5.48 кмоль/ч изобутена;
5.48 кмоль/ч метанола;
0.42 кмоль/чC3 углеводородов;
1.50 кмоль/ч C5 и высших углеводородов;
59.87 кмоль/ч МТВЕ.
Этот поток подают в колонну фракционирования для получения МТВЕ с чистотой 98 из донной части, а из верхней части жидкого дистиллята, который подают во второй реактор после добавления метанола в таком количестве, чтобы молярное отношение метанол/изобутен составило 1.3 1.
И снова после обработки на Амберлите 15 при 60oC и ZHSV 5 получили следующий состав потока:
51.95 кмоль/ч изобутана;
0.60 кмоль/ч изобутена;
2.24 кмоль/ч метанола;
0.42 кмоль/ч C3 углеводородов;
4.88 кмоль/ч МТВЕ.
Таким образом, подавая в первый реактор МТВЕ получают выход 98,4 изобутена.
Поток, выходящий из второго реактора, затем направляется в дистилляционную колонну, в который МТВЕ, полученный в реакторе, выделяется в виде донного продукта, в то время как углеводороды и метанол выделяются в виде газообразного продукта дистилляции.
Из всего полученного количества 64.75 кмоль/ч МТВЕ, в рецикл направляется 33,3 в качестве абсорбирующего потока для C4 углеводородов, а оставшаяся часть МТВЕ представляет собой конечный продукт этой установки.
Поток дистиллятора промывается в промывочной колонне, в которую подается примерно, 6 моль воды на один моль метанола, содержащегося в потоке дистиллята.
В этом случае подается 13,5 кмоль/ч воды, которые позволяют выделить метанол, содержащийся в потоке дистилята, в виде водного раствора, полученного в промывочной колонне, а нерастворенные углеводороды в газообразном виде выходят из верхней части.
Упомянутый углеводородный поток рециркулируют как поток исходных реагентов в реактор дегидрирования, причем этот поток составляет часть общего количества C4 углеводородов, 100 кмоль/ч, которое подается в упомянутый реактор.
Присутствие незначительного количества изобутана и C3- углеводородов не влияет на производительность реакции дегидрирования.
Жидкая смесь, состоящая из 2,24 кмоль/ч метанола и 13,5 кмоль/ч подается в дистилляционную колонну, где метанол почти полностью отделяется. Выделенный метанол рециркулируют в первый реактор для синтеза МТВЕ в качестве составной части потока исходных реагентов.
Пример 2. Идентичен примеру 1 в плане сырья, подаваемого в абсорбционную колонну.
В этом случае в качестве растворителя используют метанол в отношении 1.5 1 к C4 углеводородам.
Выделяют 98% изобутана и 98,5% изобутена, потери растворителя составляют 0,1
Жидкий поток, покидающий донную часть абсорбента имеет следующий состав:
12.2 кмоль/ч изобутана;
9.35 кмоль/ч изобутена;
32.37 кмоль/ч метанола;
0.25 кмоль/ч водорода;
0.35 кмоль/ч метана;
0.65 кмоль/ч C3 углеводородов.
Этот поток смешивают с остатком жидких углеводородов из разделительной фракционной колонны, в которую подают поток жидкости, сконденсированной при 40oC после сжатия, и после дегазации и смешивания с метенолом в отношении метанол /изобутен 1 1 подают в первый реактор синтеза МТВЕ, работающий в условиях примера 1.
В этом случае получают полный выход 99% по изобутену без подачи продукта на установку МТВЕ.
В этом случае метанол (который был выделен путем промывания водой и дистилляции водного раствора, полученного таким образом) рециркулируют в абсорбционную колонну, как часть исходного потока метанола.
Пример 3. Идентичен примеру 1 до стадии получения жидкого потока в нижней части абсорбционной колонны с МТВЕ.
Жидкий поток, выходящий со стадии конденсации при 40oC, подается в дистилляционную колонну, в которой происходит его разделение на продукт, находящийся в нижней части и состоящий из C4 углеводородов, и небольшое количество пропана и пропилена в качестве продукта дистилляции.
Продукт, находящийся в нижней части, смешивается с метанолом так, чтобы молярное отношение метанол/изобутен было равно 1, получая при этом поток, состоящий из, кмоль/ч:
изобутан 39.80
изобутен 34.50
C3 углеводороды 0.30
C5 углеводороды 1.50
метанол 34.50
Этот поток подается с LHSV 1 в первый реактор для получения МТВЕ, где он реагирует на смоле Амберлит 15 при температуре 60oC и давлении (относительном) 15 атм.
Продукт реакции имеет следующий состав, кмоль/ч:
изобутан 39.80
изобутен 2.86
C3 углеводороды 0.30
C5 углеводороды 1.50
метанол 2.86
МТВЕ 31.61
Этот поток смешивается с жидким потоком, выходящим из нижней части абсорбционной колонны, в которой в качестве абсорбента использован МТВЕ, в результате образуется жидкий поток следующего состава, кмоль/ч:
изобутан 51.95
изобутен 12.22
водород 0.65
метан 0.20
C3 углеводороды 0.92
C5 углеводороды 1.50
метанол 2.86
МТВЕ 53.10
Этот поток подается в колонну фракционирования для получения МТВЕ в виде донного продукта и жидкого дистиллята, который подается во второй реактор, причем в жидкий дистиллят предварительно добавляется метанол для того, чтобы увеличить молярное отношение метанол/изобутен до 1.3. Условия для протекания реакции поддерживаются теми же, что и в первом реакторе; получающийся продукт состоит из, кмоль/ч:
изобутан 51.95
изобутен 0.67
водород 0.65
метан 0.20
C3 углеводороды 0.92
C5 углеводороды 1.50
метанол 4.38
МТВЕ 11.53
Этот поток затем подвергается такой же обработке, как и поток во втором реакторе синтеза МТВЕ в примере 1.
Пример 4. Этот пример совпадает с примером 1, за исключением того, что жидкий поток нижней части абсорбционной колонны с МТВЕ подается непосредственно в первый реактор синтеза МТВЕ, вместо того, чтобы сразу смешивать его с жидким потоком, конденсированным при 40oC. В результате, легкие компоненты этого потока не подвергаются дистилляции в дистилляционной колонне, через которую проходит жидкий поток, конденсированный при 40oC. Эти компоненты не влияют на синтез МТВЕ и соответствующие результаты совпадают с результатами в примере 1, за исключением того, что они присутствуют в качестве инертных компонентов.
Пример 5. Этот пример совпадает с примером 1 до этапа получения жидкого потока в нижней части абсорбционной колонны с МТВЕ.
Этот поток разделяется на три равные части:
первая часть смешивается с жидким потоком, конденсированием при 40oC;
вторая часть направляется в первый реактор синтеза МТВЕ,
третья часть направляется в колонну фракционирования, расположенную после первого реактора синтеза МТВЕ.
Поток исходного сырья в первом реакторе синтеза МТВЕ, который предварительно смешивают с метанолом до получения величины молярного отношения метанол/ изобутен равной 1, имеет следующий состав, кмоль/ч:
изобутан 47.90
изобутен 40.74
водород 0.22
метан 0.07
C3 углеводороды 0.31
C5 углеводороды 1.50
метанол 40.74
МТВЕ 14.32
Реакция происходит на смоле Амберлит 15 при температуре 60oC и LHSV (часовая объемная скорость жидкости) равной 5, при этом образуется жидкий продукт следующего состава, кмоль/ч:
изобутан 47.90
изобутен 4.46
водород 0.22
метан 0.07
C3 углеводороды 0.31
C5 углеводороды 1.50
метанол 4.53
МТВЕ 50.56
Этот поток смешивается с оставшейся третьей частью донного потока абсорбции с МТВЕ и направляется в колонну фракционирования, где легкие компоненты переходят в газообразную фазу, а C4 углеводороды и метанол перегоняются в конденсированную фазу и подаются во второй реактор синтеза МТВЕ, причем предварительно добавляется дополнительный метанол в таком количестве, чтобы величина молярного отношения метанол/изобутен составляла 1 3. Жидкий поток на входе во второй реактор имеет следующий состав, кмоль/ч:
изобутан 51.95
изобутен 7,58
C3 углеводороды 0.31
C5 углеводороды 1.50
метанол 9.85
Этот поток взаимодействует на смоле Амберлит 15 при LHSV 5 и при температуре 60oC. Жидкий продукт реакции имеет следующий состав, кмоль/ч:
изобутан 51.95
изобутен 0.55
C3 углеводороды 0.31
C5 углеводороды 1.50
метанол 2.82
МТВЕ 7.04
Этот поток затем подвергается такой же обработке, как и поток второго реактора в примере 1.
Пример 6. Эксперимен аналогичен примеру 1, за исключением того, что часть, относящаяся к синтезу МТВЕ, включает только "реакционную колонну", в которой одновременно происходит химическая реакция (на специальных пластинах, покрытых смолой АМБЕРЛИТ 15) и выделение продукта МТВЕ из других реагентов.
В этом случае процент прямого преобразования изобутена в МТВЕ 97.3% а часть МТВЕ, выходящего из этой реакционной колонны, используется в качестве абсорбента, как показано в примере 1.0
| название | год | авторы | номер документа |
|---|---|---|---|
| СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ АЛКИЛТРЕТ-БУТИЛОВЫХ ЭФИРОВ И СПОСОБ ОДНОВРЕМЕННОГО ПОЛУЧЕНИЯ ТАКИХ ЭФИРОВ И 1-БУТЕНА | 1995 |
|
RU2101274C1 |
| КОМПЛЕКСНЫЙ СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ БУТЕНА-1 | 1996 |
|
RU2119475C1 |
| СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ ПОТОКОВ МЕТАНОЛА, ЭТАНОЛА, Н-ПРОПАНОЛА И ИЗОБУТАНОЛА ДЛЯ ИСПОЛЬЗОВАНИЯ, В ОСНОВНОМ, В ПОЛУЧЕНИИ ВЫСОКООКТАНОВЫХ ПРОДУКТОВ, ИЗ СМЕСЕЙ, СОДЕРЖАЩИХ УПОМЯНУТЫЕ СПИРТЫ, ВОДУ И ДРУГИЕ НИЗКО- И ВЫСОКОКИПЯЩИЕ СОЕДИНЕНИЯ | 1993 |
|
RU2109003C1 |
| ТИОЭТЕРИФИКАЦИЯ МЕРКАПТАНОВ В СМЕСЯХ УГЛЕВОДОРОДОВ С | 2013 |
|
RU2628085C2 |
| СПОСОБ ОЧИСТКИ ФРАКЦИИ C - ОЛЕФИНОВ | 1992 |
|
RU2021241C1 |
| СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ АЛКИЛЬНЫХ ЭФИРОВ И ИХ СМЕСЕЙ | 1996 |
|
RU2155744C2 |
| Способ выделения бутадиена | 1975 |
|
SU897107A3 |
| ОБЪЕДИНЕННЫЕ СПОСОБЫ ПОЛУЧЕНИЯ ТРЕТ-АМИЛ-АЛКИЛОВЫХ ЭФИРОВ | 1995 |
|
RU2124494C1 |
| СПОСОБ АКТИВАЦИИ КАТАЛИТИЧЕСКОЙ КОМПОЗИЦИИ НА ОСНОВЕ СОЕДИНЕНИЯ ГАЛЛИЯ И ОКСИДА АЛЮМИНИЯ И КАТАЛИТИЧЕСКАЯ КОМПОЗИЦИЯ ДЛЯ ДЕГИДРИРОВАНИЯ С - С-ПАРАФИНОВ | 1993 |
|
RU2108861C1 |
| СПОСОБ ПЕРЕРАБОТКИ ИЗОБУТЕНА В УГЛЕВОДОРОДНОЙ СМЕСИ | 2004 |
|
RU2271349C1 |
Сущность изобретения: углеводородный поток, содержащий изобутан, подвергают дегидрированию с последующим разделением с использованием частичной конденсации и абсорбции остаточных паров растворителем с получением изобутен-изобутановой фракции, при взаимодействии которой со спиртом образуется продукт, содержащий алкил-трет-бутиловый эфир. В качестве растворителя используют алкил-трет-бутиловый эфир и/или часть спирта, используемого в процессе. 9 з.п. ф-лы, 7 ил.
| Патент ФРГ N 2921576, кл | |||
| Способ восстановления хромовой кислоты, в частности для получения хромовых квасцов | 1921 |
|
SU7A1 |
| Узел уплотнения вала ротора центробежного компрессора | 2015 |
|
RU2614297C1 |
| Способ восстановления хромовой кислоты, в частности для получения хромовых квасцов | 1921 |
|
SU7A1 |
