CN106831294A - 一种提高丁烯异构反应转化率的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种提高丁烯异构反应转化率的方法，该方法包括：a、将含有正丁烯和/或2‑丁烯的原料送入异构化反应器中进行丁烯异构化反应，得到丁烯异构化产物；b、将步骤a中所得丁烯异构化产物送入精馏塔中进行丁烯异构化产物分离，从所述精馏塔塔顶分离出轻组分产物，从所述精馏塔中间侧线分离出中组分产物，以及从所述精馏塔塔底分离出丁烯异构化重组分产物；c、将至少部分所得富含2‑丁烯的中组分产物返回至所述异构化反应器中进行进一步丁烯异构化反应使所述丁烯异构化反应的丁烯转化率为50‑70重％。采用本发明的方法能够有效提高丁烯异构反应转化率及异丁烯收率，且在较低的能耗条件下获得高浓度异丁烯。

Description

一种提高丁烯异构反应转化率的方法
技术领域
本发明涉及石油化工技术领域，具体涉及一种提高丁烯异构反应转化率的方法。
背景技术
碳四烃类原料是发展石油化工、有机化工的重要原料，主要来源于炼厂的催化裂化、蒸汽裂解、甲醇制烯烃等装置。碳四烃类主要包括正丁烷、异丁烷、正丁烯(1-丁烯)、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、异丁烯、丁二烯等，不同组分经深加工后可以制得高附加值的产品。然而不同来源的碳四馏分中各种成分含量差异较大，并且混合碳四中各组分的工业需求也不一样。其中异丁烯属于紧缺资源，是重要的有机化工原料，是生产甲基叔丁基醚、甲基丙烯酸甲酯、丁烯橡胶、聚异丁烯的原料，异丁烯的需求量逐年增加，已不能满足市场需求。
为了获得混合碳四烃类资源的最大效益，碳四资源深加工企通常会采用丁烯异构化方法，将混合碳四中正丁烯和2-丁烯尽可能多的转化为异丁烯，以获取更加丰富的异丁烯原料。
丁烯异构反应主要包括顺反异构、双键异构和骨架异构，反应难度依次增强，难度高的异构反应往往伴随难度低的异构反应发生。顺反异构主要是顺-2-丁烯和反-2-丁烯之间的相互转化，双键异构主要是正丁烯和2-丁烯之间的相互转化，骨架异构主要是正丁烯和2-丁烯与异丁烯之间的相互转化。现有技术中丁烯异构反应的丁烯转化率一般只能达到40％左右，异丁烯收率为35％左右。如何能够有效提高丁烯异构反应的丁烯转化率是目前该研究领域的技术难点。
异构化反应产物中除了含有异丁烯外，还含有大量的正丁烯、2-丁烯，少量副产的重组分(包括C5、C8和C12烃，以C8烃为主)和干气(主要为C3和C2)，以及未反应的丁烷。为了降低后续加工处理装置的生产负荷，分离获得高浓度异丁烯原料，往往会将异构化产物进行分离处理。常见的C4烃类分离方法主要有普通精馏分离和溶剂萃取分离等，但仍存在分离工艺能耗高，设备投资大，且溶剂萃取工艺流程复杂等问题。
公开号为CN105418353 A的中国专利公开了一种能够显著提高反应底物的转化率以及产物的选择性的正丁烯异构化的方法，该方法包括在异构化条件下，将正丁烯与异构化催化剂进行第四接触，所述异构化催化剂含有改性的镁碱沸石，所述改性的镁碱沸石通过将待改性的镁碱沸石在溶液条件下与含铵化合物进行第一接触而得到，其中，所述含铵化合物包括硝酸铵和氟硅酸铵。该正丁烯异构化反应能够使得正丁烯的转化率达到35％以上。
公开号为CN103739432 B的中国专利公开了一种醚后液化气中丁烯异构化工艺，醚后液化气依次经过水洗、脱C3后，与反应产物换热，然后加热到260-420℃，进入反应器与催化剂进行异构化反应，催化剂为硅铝摩尔比SiO2/Al2O3为200-500的ZSM-5分子筛，比表面为300-500m2/g，平均孔径为2-8nm，反应温度为380℃，压力为0.3MPa，原料质量空速为1/h。反应产物经过原料与原料换热后，经过两次冷却后进入分液罐进行产物分离，液相产物直接进入稳定塔，气相产物经过压缩机、冷却器后得到的液体进入稳定塔分离，该方法丁烯转化率为34％。
公开号为CN104177216B的中国专利公开了一种丁烯异构化制异丁烯工艺中异丁烯的分离方法，异构副产物C12经蒸馏塔底分离，C8根据副产物的量大小经蒸馏塔的两根不同大小的侧线分离，达到脱出副产物C8的分离目的。
公开号为CN105367368A的中国专利公开了一种萃取精馏技术，将丁烯和丁烷混合物料送至萃取精馏塔，利用乙腈(ACN)、二甲基甲酰胺(DMF)、甲乙酮(MEK)等溶剂萃取丁烯后，再在溶剂回收塔中分馏获得丁烯。该方法分离得到的丁烯产品浓度高，但是能耗高，工艺流程复杂。
发明内容
本发明的目的是提供一种提高丁烯异构反应转化率的方法，采用本发明的方法能够有效提高丁烯异构反应转化率及异丁烯收率，且在较低的能耗条件下获得高浓度异丁烯。
为了实现上述目的，本发明提供一种提高丁烯异构反应转化率的方法，该方法包括：a、将含有正丁烯和/或2-丁烯的原料送入异构化反应器中进行丁烯异构化反应，得到含有异丁烯、正丁烯、2-丁烯和C5 +烃类的丁烯异构化产物；b、将步骤a中所得丁烯异构化产物送入精馏塔中进行丁烯异构化产物分离，从所述精馏塔塔顶分离出富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物，从所述精馏塔中间侧线分离出富含2-丁烯的中组分产物，以及从所述精馏塔塔底分离出富含C5 +烃类的丁烯异构化重组分产物；c、将至少部分所得富含2-丁烯的中组分产物返回至所述异构化反应器中进行进一步丁烯异构化反应使所述丁烯异构化反应的丁烯转化率为50-70重％，其中，所述丁烯异构化反应的丁烯转化率＝(1－送离精馏塔和异构化反应器的产物中正丁烯和2-丁烯的总重量÷含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总重量)×100％。
可选的，在步骤b中，所述精馏塔的丁烯异构化产物分离条件包括：塔底温度为100-150℃，塔底压力为0.55-0.7兆帕，塔顶温度为45-60℃，塔顶压力为0.5-0.65兆帕。
可选的，在步骤b的所述丁烯异构化产物分离中所述精馏塔中间侧线的采出比为0.15-0.45，所述精馏塔塔顶的采出比为0.50-0.80。
可选的，所述方法还包括：在步骤b中，将至少部分富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物返回至所述精馏塔中进行进一步分离。
可选的，以所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料的重量为基准，所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总含量大于30重量％。
可选的，所述丁烯异构化反应的条件包括：催化剂为分子筛、镁碱沸石或磷铝酸盐，反应温度为250-450℃，反应压力为0.03-0.2兆帕，重时空速为0.5-6.0小时-1。
可选的，所述丁烯异构化反应的条件包括：催化剂为树脂类催化剂，反应温度为30-150℃，反应压力为0.2-1.5兆帕，重时空速为0.5-6.0小时-1。
可选的，在步骤b中，所述富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物中异丁烯的含量为30-50重量％，所述富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物中正丁烯的含量为10-25重量％，所述富含2-丁烯的中组分产物中2-丁烯的含量为55-75重量％，所述丁烯异构化重组分产物中C5 +烃类的含量为85-98重量％。
可选的，所述精馏塔包括至少一个丁烯异构化产物的进料口和至少一个中组分产物侧线采出口。
可选的，所述精馏塔理论塔板为110-120块；按照精馏塔由上至下的顺序，丁烯异构化产物的进料口在38-45块塔板，中组分产物侧线采出口在90-100块塔板。
本发明的方法工艺流程简单，操作简便，设备投资小。简单而又巧妙地通过在精馏塔中间侧线，将异构化产物中含量较高、性质相对稳定的2-丁烯采出，且将其全部或部分返回至异构化反应器，进行循环异构反应，实现了丁烯异构反应的转化率由原来的35％-40％提高至50％-70％，极大增加了碳四烃原料的综合利用价值。同时，实现了在较低能耗条件下，分离得到浓度为30-50重量％的异丁烯，大幅降低了后续加工处理装置的能耗。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是本发明精馏塔一种具体实施方式的结构示意图。
图2包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图。
附图标记说明
0 原料线 1 精馏塔
2 异构化反应器 3 压缩机
11 精馏塔进料线
12 精馏塔塔顶采出线 121 精馏塔塔顶采出送离线
122 精馏塔塔顶采出返回线
13 精馏塔塔底采出线
141 精馏塔中间采出送离线 142 精馏塔中间采出返回线
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明中提及的C5 +烃类是指C5以及C5以上的烃的混合物。
若无特殊说明，本发明中的术语“富含”是指含量在10重量％以上。
针对碳四烃资源综合利用工艺中丁烯异构反应转化率低，异构化产物分离工艺复杂等问题，本发明提供一种提高丁烯异构反应转化率的方法，该方法包括：a、将含有正丁烯和/或2-丁烯的原料送入异构化反应器中进行丁烯异构化反应，得到含有异丁烯、正丁烯、2-丁烯和C5 +烃类的丁烯异构化产物；b、将步骤a中所得丁烯异构化产物送入精馏塔中进行丁烯异构化产物分离，从所述精馏塔塔顶分离出富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物，从所述精馏塔中间侧线分离出富含2-丁烯的中组分产物，以及从所述精馏塔塔底分离出富含C5 +烃类的丁烯异构化重组分产物；c、将至少部分所得富含2-丁烯的中组分产物返回至所述异构化反应器中进行进一步丁烯异构化反应使所述丁烯异构化反应的丁烯转化率为50-70重％，其中，所述丁烯异构化反应的丁烯转化率＝(1－送离精馏塔和异构化反应器的产物中正丁烯和2-丁烯的总重量÷含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总重量)×100％。本发明的方法可有效提高丁烯异构反应转化率，且在较低能耗条件下，分离得到高浓度异丁烯，降低下游加工装置的能耗。
本申请的发明人在丁烯异构化装置生产运行中发现，在丁烯异构化反应器中除了会发生正丁烯和2-丁烯骨架异构转化为异丁烯外，还会大量发生正丁烯双键异构转化为顺-2-丁烯和反-2-丁烯和少量的顺-2-丁烯和反-2-丁烯之间的相互转化(如表1所示)，且异构化反应产物中沸点较高、性质相对稳定的2-丁烯含量较高。因此，本发明采用在精馏塔侧线单独分离出2-丁烯，并将其部分或全部返回至异构化反应进料，进行循环异构反应。本发明的方法可以使丁烯异构化形成反应循环，从而基本不外排2-丁烯，增加反应原料的整体转化率和目标产物的选择性，能够将丁烯转化率提高10-20重量％左右，丁烯异构化反应的丁烯转化率可达50％-70％。
根据本发明，精馏塔可以为常规的蒸馏塔，也可以是催化蒸馏塔，用于将异构化产物进行分离，精馏塔压力由上游工艺需求所决定，通常在0.4-0.7兆帕的压力范围内，精馏塔的温度由在任何给定的压力下所存在的液体混合物的沸点(沸程)决定，一般塔底温度高于塔顶的温度。在恒定压力下，精馏塔内温度的变化会造成所分离的组分的变化。若改变精馏塔的压力，温度也会改变。而精馏塔的中间侧线采出比和塔顶采出比，由原料及下游加工装置需求决定。
本申请发明人经过大量实验得出一种优选的具体实施方式：在步骤b中，所述精馏塔的丁烯异构化产物分离条件可以包括：塔底温度为100-150℃，塔底压力为0.55-0.7兆帕，塔顶温度为45-60℃，塔顶压力为0.5-0.65兆帕。
为了进一步提高产物的分离效率，所述方法还可以包括：在步骤b中，将至少部分富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物返回至所述精馏塔中进行进一步分离。在步骤b的所述丁烯异构化产物分离中所述精馏塔中间侧线的采出比可以为0.15-0.45，所述精馏塔塔顶的采出比可以为0.50-0.80。采出比＝采出产物重量/进料重量。所述精馏塔的回流比可以为0.5-5，优选为1-4，回流比＝返回精馏塔顶的轻组分产物/自精馏塔顶送离的轻组分产物。所述精馏塔的侧线返回比可以为0-1，侧线返回比＝返回异构化反应器的中组分产物/自精馏塔中间侧线送离精馏塔的中组分产物。
根据本发明，控制精馏塔的分离条件能够控制分离产物的组成，分离后产物的组成可以如下：在步骤b中，所述的精馏塔塔顶采出的轻组分产物中异丁烯浓度为30-50重量％，塔底采的重组分产物中C5 +烃类浓度为85-98重量％，侧线采出的2-丁烯浓度为55-75重量％。
本发明方法用于将正构碳四烃进行异构化产生高价值的异构碳四烃，一种具体实施方式，以所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料的重量为基准，所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总含量大于30重量％，优选为40-70重量％。
根据原料的不同，异构化产物的组成也不同，一种具体实施方式，如表1所示，异构化产物含有正丁烷、异丁烷、正丁烯、2-丁烯、异丁烯和其他C5 +烃类重组分的混合物。正丁烷和2-丁烯的沸点与异丁烯和异丁烷的沸点有显著差异，因而能够被分离为三股产物：一股产物为塔底的C5 +烃类重组分产物，一股产物为塔顶的主要含异丁烷、异丁烯和正丁烯的轻组分产物，还有一股产物为塔中间的主要含2-丁烯和正丁烷的中组分产物。三股产物在同一座精馏塔中实现分离。本发明的方法，将高浓度2-丁烯全部或部分返回至异构化反应器进行再次异构反应，提高反应转化率和产物收率，同时降低分离能耗，使轻组分产物中的异丁烯浓度提高，从而降低了下游加工装置的负荷和能耗。精馏塔与异构化反应器联立形成了一个反应-分离系统：异构化产物不断通过精馏塔被移出该反应-分离系统，而还未反应的大量2-丁烯原料则继续循环回异构化反应器反应生成产物，致使反应原料的整体反应转化率和异丁烯收率得到显著提高。
为了方便进料和出料，所述方法还可以包括：在精馏塔设置至少一个或多个异构化产物进料口和侧线采出口，可根据异构化产物组成的变化，调整进料口和侧线采出口，从侧线采出高浓度2-丁烯。
本申请发明人经过大量实验得出一种优选的具体实施方式，所述精馏塔理论塔板为110-120块；按照精馏塔由上至下的顺序，丁烯异构化产物的进料口在38-45块塔板，中组分产物侧线采出口在90-100块塔板。采用该种精馏塔，能够最大限度地分离异构化产物，并回收2-丁烯。
下面将通过具体实施方式进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
如图1所示，采用单一精馏塔1进行分离异构化产物时，将异构化产物从精馏塔进料线11送入精馏塔1中，精馏塔1上设有精馏塔中间采出送离线141以及精馏塔中间采出返回线142，该精馏塔中间采出送离线141用于采出异构化产物中的2-丁烯，以提高从精馏塔塔顶采出送离线121采出的轻组分产物中目标产物异丁烯的浓度，精馏塔塔底采出线13采出重组分产物例如C5 +烃类。将精馏塔中间采出返回线142采出的主要含2-丁烯的产物掺炼于原料中回到异构化反应器中进行循环反应，以提高丁烯的转化率，也可以将精馏塔塔顶采出返回线122采出的部分产物返回至精馏塔1中进行进一步分离，从而提高精馏塔的分离效率。
图2与图1的区别在于，增加了异构化反应器2和压缩机3。新鲜的含有正丁烯和/或2-丁烯的原料从原料线0从异构化反应器2的顶部送入异构化反应器2中进行异构化反应，异构化产物从异构化反应器2底部送出异构化反应器2并经压缩机3压缩后经精馏塔进料线11送入精馏塔1中进行分离，将精馏塔侧线分离得到的2-丁烯经精馏塔中间采出返回线142和原料线0返回异构化反应器2中进行再次反应。
下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。
本发明中，丁烯异构化反应的丁烯转化率＝(1－送离精馏塔和异构化反应器的产物中正丁烯和2-丁烯的总重量÷含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总重量)×100％，
异丁烯收率＝分离产物中异丁烯的总重量÷含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总重量×100％。
对比例
如图2所示，将含正丁烯和2-丁烯共40～70重量％的碳四原料(其余组分为正丁烷、异丁烷、少量异丁烯以及少量的C2、C3和C5组分)送至异构化反应器2中进行异构化反应，催化剂为YZ-2商业牌号的丁烯异构化催化剂，反应温度为280-420℃，反应压力为0.08兆帕，重时空速为2.0小时-1。异构化产物再经压缩机3富集后进入精馏塔1中进行分离。精馏塔的理论塔板为115块，精馏塔进料线在42块塔板，侧线采出在95块塔板。设置精馏塔塔底的温度为100～150℃、压力为0.55～0.7兆帕，精馏塔塔顶的温度为45～60℃、压力为0.50～0.65兆帕，精馏塔的回流比为1～4，精馏塔中间侧线的采出比为0.15～0.45，精馏塔塔顶的采出比为0.50～0.80。
精馏塔塔底采出重组分产物，C5 +烃类的含量为85～98重量％；精馏塔塔顶采出富含异丁烯的轻组分产物，异丁烯浓度高达30～45重量％，正丁烯浓度为10～25重量％；精馏塔中间侧线采出富含2-丁烯的中组分产物，2-丁烯浓度为55～75重量％；丁烯转化率为39～44％，具体反应条件和反应结果如表2所示。
实施例
本实施例与对比例的区别在于，
将从精馏塔中间侧线采出的富含2-丁烯的中组分产物返回异构化反应器中与新鲜原料一起进行异构化反应，具体反应条件和反应结果如表3所示，精馏塔塔底采出重组分产物，C5 +烃类的含量为85～98重量％；精馏塔塔顶采出富含异丁烯的轻组分产物，异丁烯浓度高达30～46重量％，正丁烯浓度为10～25重量％；精馏塔中间侧线采出富含2-丁烯的中组分产物，2-丁烯浓度为55～75重量％；丁烯转化率为50～70％。
从本发明的实施例可以看出，本发明的方法将异构化产物中含量较高且性质相对稳定的2-丁烯从精馏塔侧线送出，将其返回至异构化反应器进行循环反应，可将异构化反应丁烯转化率由原来的35％-40％提高至50％-70％，大幅增加了丁烯原料的利用价值。
应当说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对本发明保护范围的限制，尽管参照较佳实施例对本发明作了详细地说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而不脱离本发明技术方案的实质和范围。
表1
表2
参数 工况一 工况二 工况三 工况四
原料正丁烯和2-丁烯浓度/重量％ 40.22 49.89 65.19 69.92
精馏塔塔底温度/℃ 100 117 135 150
精馏塔塔底压力/兆帕 0.55 0.60 0.65 0.70
精馏塔塔顶温度/℃ 45 50 55 60
精馏塔塔顶压力/兆帕 0.50 0.55 0.60 0.65
精馏塔回流比 2.5 4 2 1
精馏塔中间侧线采出比 0.45 0.38 0.15 0.35
精馏塔塔顶采出比 0.50 0.57 0.8 0.6
85.21 88.36 93.65 97.86
精馏塔塔顶异丁烯浓度/重量％ 30.07 35.14 31.92 44.78
精馏塔塔顶正丁烯浓度/重量％ 12.11 14.76 19.38 23.79
精馏塔中间侧线2-丁烯浓度/重量％ 55.21 60.04 74.83 70.56
丁烯异构化反应的丁烯转化率/重量％ 43.87 42.55 40.12 39.63
异丁烯收率/重量％ 43.21 41.74 39.23 38.44
表3
参数 工况一 工况二 工况三 工况四
原料正丁烯和2-丁烯浓度/重量％ 40.33 50.15 59.76 69.72
精馏塔塔底温度/℃ 100 117 135 150
精馏塔塔底压力/兆帕 0.55 0.60 0.65 0.70
精馏塔塔顶温度/℃ 45 50 55 60
精馏塔塔顶压力/兆帕 0.50 0.55 0.60 0.65
精馏塔回流比 2.5 4 2 1
精馏塔中间侧线采出比 0.45 0.39 0.15 0.35
精馏塔塔顶采出比 0.50 0.56 0.8 0.6
85.75 89.33 93.65 96.78
精馏塔塔顶异丁烯浓度/重量％ 31.41 36.29 33.14 45.43
精馏塔塔顶正丁烯浓度/重量％ 11.45 14.64 18.52 24.37
精馏塔中间侧线2-丁烯浓度/重量％ 56.27 60.81 74.87 71.42
丁烯异构化反应的丁烯转化率/重量％ 69.74 63.98 50.47 60.82
异丁烯收率/重量％ 68.69 62.76 49.36 58.99

Claims (10)

1.一种提高丁烯异构反应转化率的方法，该方法包括：
a、将含有正丁烯和/或2-丁烯的原料送入异构化反应器中进行丁烯异构化反应，得到含有异丁烯、正丁烯、2-丁烯和C5 +烃类的丁烯异构化产物；
b、将步骤a中所得丁烯异构化产物送入精馏塔中进行丁烯异构化产物分离，从所述精馏塔塔顶分离出富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物，从所述精馏塔中间侧线分离出富含2-丁烯的中组分产物，以及从所述精馏塔塔底分离出富含C5 +烃类的丁烯异构化重组分产物；
c、将至少部分所得富含2-丁烯的中组分产物返回至所述异构化反应器中进行进一步丁烯异构化反应使所述丁烯异构化反应的丁烯转化率为50-70重％，其中，所述丁烯异构化反应的丁烯转化率＝(1－送离精馏塔和异构化反应器的产物中正丁烯和2-丁烯的总重量÷含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总重量)×100％。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤b中，所述精馏塔的丁烯异构化产物分离条件包括：塔底温度为100-150℃，塔底压力为0.55-0.7兆帕，塔顶温度为45-60℃，塔顶压力为0.5-0.65兆帕。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤b的所述丁烯异构化产物分离中所述精馏塔中间侧线的采出比为0.15-0.45，所述精馏塔塔顶的采出比为0.50-0.80。
4.根据权利要求1所述的方法，所述方法还包括：在步骤b中，将至少部分富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物返回至所述精馏塔中进行进一步分离。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，以所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料的重量为基准，所述含有正丁烯和/或2-丁烯的原料中正丁烯和2-丁烯的总含量大于30重量％。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述丁烯异构化反应的条件包括：催化剂为分子筛、镁碱沸石或磷铝酸盐，反应温度为250-450℃，反应压力为0.03-0.2兆帕，重时空速为0.5-6.0小时-1。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述丁烯异构化反应的条件包括：催化剂为树脂类催化剂，反应温度为30-150℃，反应压力为0.2-1.5兆帕，重时空速为0.5-6.0小时-1。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，在步骤b中，所述富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物中异丁烯的含量为30-50重量％，所述富含异丁烯和正丁烯的轻组分产物中正丁烯的含量为10-25重量％，所述富含2-丁烯的中组分产物中2-丁烯的含量为55-75重量％，所述丁烯异构化重组分产物中C5 +烃类的含量为85-98重量％。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述精馏塔包括至少一个丁烯异构化产物的进料口和至少一个中组分产物侧线采出口。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述精馏塔理论塔板为110-120块；按照精馏塔由上至下的顺序，丁烯异构化产物的进料口在38-45块塔板，中组分产物侧线采出口在90-100块塔板。
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