CN102050690B

CN102050690B - 一种异烯烃生产方法

Info

Publication number: CN102050690B
Application number: CN200910236763.5A
Authority: CN
Inventors: 罗继红; 沈贻芳; 张建新; 周继东; 吴瑾; 孙康
Original assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Beijing Research Institute of Chemical Industry; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2009-10-30
Filing date: 2009-10-30
Publication date: 2014-04-02
Anticipated expiration: 2029-10-30
Also published as: CN102050690A

Abstract

本发明公开了一种异烯烃的生产方法，主要包含有以下工序：第二分馏塔塔顶产品以气相形式采出，加热至醚裂解反应温度，再经压缩后进入醚裂解反应器。这样避免了气相冷凝和重复加热，减少了循环水用量和蒸汽用量，降低装置的能耗，并且能够降低第二分馏塔的操作压力，提高分馏塔的分离效果，更利于操作。本发明还可将醚裂解反应器出口的气相反应产物经压缩后作为后续第五分馏塔再沸器的热源被冷凝后送入第三分馏塔，这样可减少总蒸汽用量和循环水用量，进一步降低装置的能耗。

Description

一种异烯烃生产方法

技术领域

本发明涉及一种异烯烃的生产方法，进一步地说，是涉及通过至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇反应制备高纯度叔烷基醚、再通过裂解叔烷基醚制备异烯烃的方法或者直接通过裂解叔烷基醚制备异烯烃的方法。

背景技术

异烯烃、叔烷基醚是精细化工的重要原料，也是合成橡胶、合成树脂的重要中间原料或单体，如高纯度异丁烯被广泛应用于生产丁基橡胶、聚异丁烯以及甲基丙烯酸甲酯等多种化工产品；甲基叔丁基醚(MTBE)既是制高纯度异烯烃的原料，又是提高燃料辛烷值的重要添加剂。

采用叔烷基醚裂解及叔烷基醚合成与裂解联合制高纯度异烯烃，具有反应选择性高，不存在污染和腐蚀等优点。目前国内已工业化的叔烷基醚合成和裂解制高纯度叔烷基醚和高纯度异烯烃一般方法如下：

将含有异烯烃的混合烃和醇送入装有醚化催化剂的醚化反应器，得到主要含有叔烷基醚的产品，经两个分馏塔分离后，得到的高纯度叔烷基醚馏分，气相的高纯度叔烷基醚冷却后，部分返回该第二分馏塔，以维持该塔的正常操作；部分以液相形式采出，进入产品罐，再将该液相产品汽化并加热至裂解反应所需温度后送入裂解反应器。得到主要含有未反应的叔烷基醚和异烯烃及醇的产品，该裂解产品经脱重、脱轻和萃取分离后得到高纯度异烯烃。

由于高纯度叔烷基醚产品从第二分馏罐分离后需冷凝，并经加热器加热汽化后送入醚裂解反应器，此过程中冷却水和加热蒸汽的用量较大，导致异烯烃生产方法过程的能耗较高，生产成本较大。

发明内容

为解决现有技术中存在能耗较大的问题，本发明提供一种改进的叔烷基醚合成与裂解联合制异烯烃的生产方法，采用该方法可减少装置的冷却水和加热蒸汽的用量，即降低整个装置的能耗。

本发明目的是提供一种异烯烃生产方法，包含有以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应器R1，以制得至少含一种叔烷基醚的产品P1；

(2)将工序(1)得到的产品P1送入第一分馏塔C1，以获得主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O1和主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B1；

(3)将工序(2)得到的主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B1送入第二分馏塔C2，得到高纯度叔烷基醚馏分O2和含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B2；

(4)将工序(3)得到的高纯度叔烷基醚馏分O2经加热器E1加热，再经第一压缩机K1压缩后以气相形式送入醚裂解反应器R2，得到主要含有未反应的叔烷基醚和异烯烃及醇的产品P2；再经进一步分离后得到异烯烃，

醚化反应器R1的反应温度范围为30℃～100℃，优选范围为40℃～90℃，压力范围为0.1～4.0MPa，优选范围为0.5～2.5MPa，空速范围为0.01～50hr^-1，优选范围0.1～10hr^-1，进入该醚化反应器的醇可以是来自第四分馏塔C4的回用醇，也可以是新鲜醇，进入所述醚化反应器的醇与含有异烯烃的混合烃重量比的范围为0.3～5.0，优选范围0.5～3.0。

第一分馏塔C1的操作压力范围在0.1～2.0MPa，优选0.5～1.5MPa，理论板数在3～80之间，优选10～50之间。

第二分馏塔C2的操作压力范围在0.02～2.0MPa，优选0.05～1.5MPa，理论板数在3～80之间，优选10～50之间。

醚裂解反应器R2的反应压力在0.3～1.5MPa之间反应温度范围为50℃～300℃之间，空速在0.5～50h^-1之间。

本发明所述的异烯烃生产方法，还可以包括以下工序：

(5)将工序(4)得到的产品P2以气相形式采出，经第二压缩机压缩后作为后续第五分馏塔C5再沸器的热源被冷凝后送入第三分馏塔C3，以获得主要含异烯烃、少量醇、少量低分子量醚的轻组分馏分O3和主要含醇、未反应叔烷基醚的馏分B3，

第三分馏塔C3的压力范围在0.2～1.2MPa，优选0.3～0.8MPa理论板数在3～80之间，优选10～50之间。

(6)将工序(5)的第三分馏塔C3得到的馏分O3送入水洗塔T1，以得到主要含水、醇的水相B4和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4，

馏分O3与进入水洗塔T1的水重量比为0.005～20，优选0.01～5，水洗分离区的压力范围为0.1～2.0MPa，优选0.1～1.5MPa，温度范围为10℃～60℃。

(7)将工序(6)得到的水相B4送入第四分馏塔C4，以获得贫醇的水馏分B5和富醇馏分O5，将至少一部分所述富醇馏分O5循环至工序(1)的醚化反应器R1，将至少一部分所述水馏分B5循环至水洗塔T1，

第四分馏塔C4的压力范围为0.1～1.2MPa，优选0.1～0.8MPa理论板数在3～80块之间，优选10～50块之间。

(8)将工序(6)得到的有机相(O4)送入第五分馏塔C5，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分O6和高纯度异烯烃馏分B6，将至少一部分所述轻组分馏分O6循环至醚化反应器R1。

第五分馏塔C5的压力范围为0.1～1.5MPa，优选0.3～1.0MPa，理论板数在3～80块之间，优选5～50块之间。

本发明所述的烃物料中至少含一种异烯烃(叔烯烃)、还含有其它饱和或不饱和烃等组分，如来自炼油或石油化工的C₃和/或C₄物料、C₃和/或C₄蒸汽裂解物料(通常为萃取二烯后的物料)、来自异构化的催化裂解物料(氢化异构化和骨架异构化)和石蜡脱氢后的物料均可用作本发明的烃物料；本发明的醇主要是1-4个碳原子的醇，优选甲醇和乙醇。可用本发明的方法制备的叔烷基醚主要为甲基叔丁基醚(MTBE)、乙基叔丁基醚(ETBE)、乙基戊基醚(ETAE)、叔戊基甲醚(TAME)、异丙基叔丁基醚等，叔丁基醚裂解得到异丁烯，其它叔烷基醚裂解得到的异烯烃为一混合物，如TAME裂解得到2-甲基-2-丁烯和2-甲基-1-丁烯混合物。用本发明的叔烷基醚的合成与裂解联合方法制得的纯异烯烃为其中一个双键碳上带支链烷基(甲基)的化合物，这些化合物通常为含4-8个碳原子的异烯烃，优选含4-6个碳原子的异烯烃，如异丁烯和异戊烯、异己烯、异辛烯、异癸烯等。

现有技术中的醚化反应器均可用于本发明，如催化反应器、催化蒸馏反应器等。醚化催化剂可为现有技术中的任何可用于异烯烃醚化的催化剂，如酸性催化剂(通常为由有机酸酯形成的固体酸催化剂)和矿物酸酯催化剂，本发明优先选用固体酸树脂催化剂如Amberlyst 15或35。

下面结合附图对本发明所述的异烯烃生产方法做进一步的说明。

本发明的叔烷基醚合成与裂解制备异烯烃的生产方法(参见附图)包括工序(1)、工序(2)、工序(3)和工序(4)，在工序(1)中，将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇分别经管线1、2和3送入装有醚化催化剂的醚化反应器R1，得到至少含一种叔烷基醚的产品P1。在工序(2)中，将由工序(1)得到至少一部分醚化产品P1经管线4送入第一分馏塔C1，塔顶得到主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O1，有机馏分O1可用作有机化工原料，或脱除醇后用作液化燃料气等；塔底得到主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B1，塔底馏分B1可用作燃料添加剂，也可经管线6送入工序3中的第二分馏塔C2进行进一步分离。在工序(3)中，将工序(2)中的第一分馏塔C1得到的塔底馏分B1送入第二分馏塔C2分馏，第二分馏塔C2塔底得到含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B2，塔底馏分B2可用作燃料添加剂；第二分馏塔C2塔顶产品气相采出高纯度叔烷基醚O2送入工序4；在工序4中，工序3得到气相的高纯度叔烷基醚O2经管线7送入加热器E1(如蒸汽加热器等)加热至裂解温度时，再经管线7a送入第一压缩机K1，使压缩机出口物料的压力大于裂解反应器操作压力后，经管线7b进入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应器R2，得到含有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P2，再经进一步分离后得到异烯烃。

本发明所述的异烯烃的生产方法还包括工序(5)，(6)，(7)，(8)。(参见附图)，在工序(5)中，将工序(4)中的醚裂解反应器R2得到的含有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P2，以气相形式经管线9a送入第二压缩机K2以提高压力，再经管线9b作为第五分馏塔C5再沸器E2的热源被冷却成液相后经管线9送入第三分馏塔C3，得到主要含异烯烃、醇和低分子量醚轻组分的馏分O3和含醇、未反应叔烷基醚的馏分B3。第三分馏塔C3塔底至少一部分主要含醇和未反应叔烷基醚的馏分B3可经管线11、11a和3返回至醚化反应器R1，另一部分馏分可经管线11和11b排出；主要含异烯烃、醇和低分子量醚轻组分的馏分O3可用作化工原料或用于进一步分离以得到高纯度的异烯烃产品。

在工序(6)中，将来自第三分馏塔C3的塔顶馏分O3经管线10、14送入水洗塔T1，将新鲜水W1经管线12送入水洗塔T1，得到主要含水、醇的醇水相B4和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4，有机相O4可用作有机化工原料或液化气等、也可进行进一步分离以得到高纯度的异烯烃。

为了进一步回收水洗塔T1塔底醇水相B4中的醇，在工序(7)中，将来自水洗塔塔釜的含醇水相B4经管线13送入第四分馏塔C4，以获得贫醇的水馏分B5和富醇馏分O5。塔顶得到的至少一部分(优选大部分)富醇馏分O5经管线16、16a、3送回至醚化反应器R1，第四分馏塔C4的塔底的至少一部分(优选大部分)水馏分B3经管17、17a、14送回至水洗塔T1，可将少量的第四分馏塔C4的塔底水经管线17、17b排出。进入水洗塔T1的水可以是经管线17、17a、14加入的第四分馏塔C4塔底循环水，也可以通过管线12加入的新鲜水W1。

为进一步将有机相O4中轻组分和异烯烃分离，以得到高纯度异烯烃，在工序(8)中，将从水洗塔得到主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4经管线15送入第五分馏塔C5，得到主要含有低分子醚轻组分馏分O6和高纯度异烯烃馏分B6。高纯度异烯烃B6经管线19排出，可用作聚合原料。主要含有低分子醚轻组分馏分O6可经管线18、18b排出，还可将至少一部分塔顶馏分O6经管线18、18a返回醚化反应器R1，可抑制醚化反应器R1中的低分子量醚等副产物生成，提高醇的选择性。

本发明在第二分馏塔C2采出的气相一部分被冷凝，以保证该分馏塔的回流，另一部分经加热至需要温度后，再经第一压缩机压缩后进入醚裂解反应器，不仅可降低装置的能耗，还降低了第二分馏塔的操作压力，提高了分馏塔的分离效果，更利于第二分馏塔的操作和分离。另外，本发明可将醚裂解反应器出口的气相反应产物经第二压缩机压缩后作为后续第五分馏塔的热源，被冷凝后送入第三分馏塔，这样可减少蒸汽用量和循环水用量，进一步降低装置的能耗。

本发明的最大优势是用于现有的异烯烃装置改造项目，不需要用更换第二分馏塔等设备就可以实现，节能的同时降低了生产成本，提高了经济效益。

附图说明

图1本发明所述的异烯烃生产方法流程图(包含C1，C2)

图2本发明所述的异烯烃生产方法流程图(包含C1，C2，C3，C4，C5)

图中的虚线代表可能存在的操作，图中的主要代号的含意为：

R1-醚化反应器 C1-第一分馏塔

C2-第二分馏塔 E1-加热器

换热器(可作第五分馏塔

R2-醚裂解反应器 E2-

再沸器)

C3-第三分馏塔 T1-水洗塔

C4-第四分馏塔 C5-第五分馏塔

K1-第一压缩机 K2-第二压缩机

E3-第二分馏塔冷凝器

具体实施方式

下面结合实施例，进一步说明本发明。

本发明的实施例以甲基叔丁基醚合成与裂解法制高纯度异丁烯(IB)和高纯度甲基叔丁基醚(MTBE)裂解制高纯度异丁烯为例说明本发明的生产方法。其中醚裂解反应器装填的催化剂为固体酸催化剂，是采用GB1173128专利所述的方法制备，具体制备方法如下：用硫酸铝水溶液浸渍γ-Al₂O₃，其后干燥并在450℃焙烧3小时制备而成，催化剂上硫酸根的含量为20％(重量百分比)。未特别指明时，从分馏塔采出的物料为液相。

实施例1

原料混合碳四为乙烯裂解装置的产物(脱除二烯后的裂解碳四原料，来自中石化燕山分公司化工一厂，下同)，含有异丁烯的混合碳四烃和甲醇分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为20.1％(重量)左右，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化反应器R1中装有Amberlyst 15固体酸树脂催化剂(ROHM&HAAS生产)，醚化反应器R1的反应温度60℃，反应压力为1.2MPa，醚化反应器的空速6hr^-1。进入该醚化反应器的甲醇和异丁烯的重量比为0.6。醚化产品P1经管线4进入第一分馏塔C1，第一分馏塔C1的操作压力为0.6MPa，该塔的理论板数为35块，主要含甲基叔丁基醚的馏分B1由塔底经管线6送入第二分馏塔C2，第二分馏塔C2的操作压力为0.1MPa，该塔的理论板数为30块，塔顶气相采出高纯度甲基叔丁基醚的馏分O2，经蒸汽加热器E1加热至180℃时送入第一压缩机K1，压缩机出口压力为0.9MPa，出口温度为200℃，再进入醚裂反应器R2，该醚裂解反应器的反应压力为0.85MPa，反应温度为200℃，反应空速为2h^-1，方法流程参见图1，采用本发明方法，第二分馏塔C2的冷却水和水蒸汽用量及醚裂解反应器的进料加热器的蒸汽用量见表1。

对比例1

含有异丁烯的混合碳四烃和甲醇(MeOH)分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为20.1％(重量)，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化产品P1经管线4进入第一分馏塔C1，主要含甲基叔丁基醚的馏分B1由塔底经管线6送入第二分馏塔C2，从第二分馏塔C2的塔顶采出液相高纯度甲基叔丁基醚，经蒸汽加热器E1加热至200℃后，送入醚裂反应器R2，设备操作条件均同实施例1，采用该方法，第二分馏塔C2的冷却水和水蒸汽用量及醚裂解反应器的进料加热器的蒸汽用量见表1。

表1

从表1中可以看出，实施例1的蒸汽用量和冷却水用量明显低于对比例1中的蒸汽用量和冷却水用量，由此可以说明采用本发明方法，即第二分馏塔C2的塔顶物料以气相形式采出，并经加热器加热至所需温度，经压缩后再送入醚裂解反应器R2，与传统的异丁烯制备方法比较，降低了第二分馏塔C2的冷凝器的冷却负荷和加热器E1的加热负荷，装置的能耗明显降低。

实施例2

含有异丁烯的混合碳四烃和甲醇分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为20.1％(重量)，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化反应器R1中装有Amberlyst 15固体酸树脂催化剂(ROHM&HAAS生产)，醚化反应器R1的反应温度60℃，反应压力为1.2MPa，醚化反应器的空速6hr^-1。进入该醚化反应器的甲醇和异丁烯的重量比为0.6。醚化产品P1经管线4进入第一分馏塔C1，第一分馏塔C1的操作压力为0.9MPa，该塔的理论板数为35块，主要含甲基叔丁基醚的馏分B1由塔底经管线6送入第二分馏塔C2，第二分馏塔C2的操作压力为0.5MPa，该塔的理论板数为30块，塔顶气相采出高纯度甲基叔丁基醚的馏分O2，经加热器加热至180℃，再经第一压缩机将压力提高至0.7MPa后进入醚裂反应器R2，反应器R2中装有的醚裂解催化剂为固体酸催化剂(按GB1173128专利所述的方法制备)，其硫酸根含量为20％，该醚裂解反应器的反应压力为0.55MPa，反应温度为200℃，反应空速为2h-1，从醚裂解反应器得到的产物P2经第二压缩机升压至1.0MPa作为第五分馏塔再沸器E2的热源被冷凝成液相，进入第三分馏塔C3，第三分馏塔C3的操作压力为0.6MPa，理论板数为25块，第三分馏塔C3的塔顶馏分O3经管线10和14进入水洗塔T1，水洗塔T1的操作压力为0.6Mpa，操作温度为40℃，新鲜水W1经管线12由塔顶进入水洗塔，新鲜水W1与有机馏分O3的重量比为0.4，从水洗塔塔顶分离出的有机相O4经管线15送入第五分馏塔C5，分馏塔C5的操作压力为0.7MPa，理论板数为35块，第五分馏塔C5塔底得到纯度为99.95％的异丁烯，该产品可作为聚合产品的单体，其方法流程参见图2(未用图中的虚线16、16a；18、18a；11、11a；管线9和第四分馏塔C4)，表2～表4给出了本方法流程中进出各设备的物料流量及组成。

表2

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口馏分P1(kg/h)	C1塔顶馏分O1(kg/h)	C1塔底B1馏分(kg/h)	C2塔顶O2馏分(kg/h)
						H₂O	0.035	0.049	0.045	0.004
IB	20.100	3.027	3.027
						其余C4	68.365	68.358	68.358	0.007	0.007
MeOH	11.500	1.808	1.808
						MTBE		26.337	0.009	26.329	25.558
MSBE		0.010		0.010	0.008
						DME		0.083	0.083
TBA		0.076		0.045	0.045
						DIB		0.252		0.252	0.003
合计	100.000	100.000	73.360	26.640	25.611

表中H₂O代表水、IB代表异丁烯、MeOH代表甲醇、MTBE代表甲级叔丁基醚、MSBE代表甲基仲丁基醚、TBA代表叔丁醇、DIB代表二聚异丁烯、DME代表二甲醚，以下相同。

表3

	C2塔底馏分B2(kg/h)	R2出口馏分P2(kg/h)	C3塔底馏分B3(kg/h)	C3塔顶馏分O3(kg/h)	T1进口洗水W1(kg/h)
						H₂O	0.003	0.056	0.076		6.000
IB		14.513		14.513
						其余C4		0.007		0.007
MeOH		8.194	7.721	0.648
						MTBE	0.771	2.555	2.595
MSBE	0.002	0.008	0.016
						DME		0.120		0.120
TBA		0.009	0.022
						DIB	0.253	0.149	0.071
合计	1.029	25.611	10.501	15.290	6.000

表4

	T1塔底水相B4(kg/h)	T1塔顶有机相O4(kg/h)	C5塔顶馏分O6(kg/h)	C5塔底馏分B6(kg/h)
					H₂O	5.992	0.008	0.008
IB		14.513	0.239	14.282
					其余C4		0.007		0.007
MeOH	0.648
					MTBE
MSBE
					DME	0.072	0.048	0.048
TBA
					DIB
合计	6.713	14.576	0.295	14.289

通过实施例2可以看出，采用本发明方法，可以得到纯度大于99.5％的聚合级异烯烃产品。

Claims

1.一种异烯烃生产方法，包含有以下工序：

（2）将工序(1)得到的产品P1送入第一分馏塔C1，以获得主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O1和主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B1；

（3）将工序(2)得到的主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B1送入第二分馏塔C2，得到高纯度叔烷基醚馏分O2和含有叔烷基醚、仲烷基醚和低聚异烯烃重组分的馏分B2；

（4）将工序(3)得到的高纯度叔烷基醚馏分O2经加热器E1加热，再经第一压缩机K1压缩后以气相形式送入醚裂解反应器R2，得到主要含有未反应的叔烷基醚和异烯烃及醇的产品P2；再经进一步分离后得到异烯烃，

所述第二分馏塔的操作压力为0.02～2.0MPa，塔板数为3～80；

所述醚裂解反应器反应压力为0.3～1.5MPa，反应温度为50℃～300℃，空速为0.5～50h^-1；

（5）将工序(4)得到的产品P2以气相形式采出，经第二压缩机压缩后作为后续第五分馏塔C5再沸器的热源被冷凝后送入第三分馏塔C3，以获得主要含异烯烃、少量醇、少量低分子量醚的轻组分馏分O3和主要含醇、未反应叔烷基醚的馏分B3；

所述第三分馏塔的压力为0.2～1.2MPa，塔板数为3～80。

2.如权利要求1所述的异烯烃生产方法，其特征在于：

所述第二分馏塔的操作压力为0.05～1.5MPa，塔板数为10～50。

3.如权利要求1所述的异烯烃生产方法，其特征在于：

所述第三分馏塔压力为0.3～0.8MPa，塔板数为10～50。

4.如权利要求1所述的异烯烃生产方法，其特征在于包含以下工序：

第三分馏塔顶得到的馏分送入水洗塔，以得到包括水、醇的水相和包括异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相；

第三分馏塔顶得到的馏分与进入水洗塔的水重量比为0.005～20，水洗分离区的压力为0.1～2.0MPa，温度为10℃～60℃。

5.如权利要求4所述的异烯烃生产方法，其特征在于：

第三分馏塔顶得到的馏分与进入所述水洗塔的水重量比为0.01～5，水洗分离区的压力范围为0.1～1.5MPa。

6.如权利要求4所述的异烯烃生产方法，其特征在于包含以下工序：

所述水相送入第四分馏塔，以得到包含贫醇的水馏分和富醇馏分，将一部分所述富醇馏分循环至醚化反应器，将一部分所述水馏分循环至水洗塔，

所述第四分馏塔的压力范围为0.1～1.2MPa，塔板数为3～80。

7.如权利要求6所述的异烯烃生产方法，其特征在于：

所述第四分馏塔的压力范围为0.1～0.8MPa塔板数为10～50。

8.如权利要求6所述的异烯烃生产方法，其特征在于包含以下工序：

所述水洗塔采出的有机相送入第五分馏塔，以得到包括低分子量醚的轻组分馏分和高纯度异烯烃馏分，将一部分所述轻组分馏分循环至醚化反应器，

所述第五分馏塔压力为0.1～1.5MPa塔板数为3～80。

9.如权利要求8所述的异烯烃生产方法，其特征在于：

所述第五分馏塔的压力为0.3～1.0MPa，塔板数为5～50。