CN1106785A - 乙醇和异丙醇的生产工艺 - Google Patents

Abstract

含有乙烷作为杂质的乙烯物流或含有丙烷作为 杂质的丙烯物流各自与水蒸汽在水合催化剂存在下 进行水合而分别生产乙醇和异丙醇。脱除醇类后，将 气相的产物流进行吸附从而产生富含乙烯的物流或 富含丙烯的物流。富含乙烯的物流或富含丙烯的物 流循环回水合反应器。

Description

本发明涉及一种由烯烃直接水合生产醇类的工艺，而更具体地说涉及一种通过使含有乙烷为杂质的乙烯物流或含有丙烷为杂质的丙烯物流与水在合适的水合催化剂存在下接触来生产乙醇或异丙醇的工艺。

在工业上乙醇和异丙醇是分别由乙烯或丙烯在液相或汽相中，在合适的催化剂上进行直接水合而生产的。反应可以在任何合适的反应器中进行，反应生成所希望的醇类产品及一般少量的副产物，如在乙醇生产情况下为二乙醚，而在异丙醇生产情况下为二异丙醚。反应转化率常常低于100%;因此反应器流出物一般还含有未反应的乙烯或丙烯。而且，化学级的乙烯和丙烯通常含有少量的乙烷和/或丙烷。因此，由于乙烷和丙烷一般不受乙烯和丙烯的直接水合催化剂的作用，所以反应器流出物含有乙烷和/或丙烷。

为了增加对所希望产品的选择性，水合反应一般在单程烃类转化率稍低于100%进行（如乙烯水合低至5%，而丙烯水合通常为约60～75%）。因此，为了提高效率，上述工艺通常以循环工艺来进行，其中部分气相流出物在回收了所希望的醇类产物后循环回直接水合反应器。然而，由于乙烷和丙烷在直接水合反应时不进行反应，这些组分在循环水合反应系统中趋于积累，除非采取步骤将其从系统中脱除。

将乙烷或丙烷分别从含有相应的烯烃，即乙烯或丙烯的气体物流中脱除是复杂的，因为将烯烃从相应的烷烃中分离是困难的。分馏是分离这些组分的一种有效的方法。然而，烯烃与相应烷烃的挥发度特征很相似以致通过蒸馏将烯烃从相应的烷烃中分离出来的费用是相当高的。

由于将乙烯和丙烯从相应的烷烃中分离出来有困难，因此在乙烯和丙烯各自的循环气体工艺中常常通过从系统中吹扫部分流出物并燃烧或其它处置被吹扫的气体的方法来防止乙烷和丙烷的积累。在吹扫时，有用的乙烯和丙烯的损失大大降低了这些工艺的吸引力。

上述类型的循环工艺的重要性使得希望继续致力于增加这些工艺的效率。这些努力包括研究在将乙烯和丙烯循环回反应器之前先将乙烯从乙烷和丙烯从丙烷中分离出来的改进的方法。本发明提供的正是这种改进的方法。

本发明是生产乙醇和异丙醇的循环工艺，它包括在合适的催化剂存在下乙烯或丙烯的直接水合的步骤及通过变压吸附或变温吸附将乙烯从乙烷或丙烯从丙烷中分离出来的步骤。

按照本发明的第一个实施方案，将由含有乙烷为杂质的乙烯或含有丙烷为杂质的丙烯组成的烯烃物流在直接水合催化剂存在下，在反应区中与水进行接触，从而生成含有乙醇（当烯烃是乙烯时）或异丙醇（当烯烃为丙烯时）的气相产物流。该产物流也含有未反应的烯烃和相应的烷烃，及常常一种或多种水合的副产物。任选地将离开水合反应器的产物流冷却，然后在诸如冷凝器或洗涤器之类的产品回收单元中进行处理而回收醇类。当回收完醇类后，其余的无醇气体物流进行变压吸附（PSA）或变温吸附（TSA）处理而从该气体物流中回收未反应的烯烃。或者，一部分无醇气体进行PSA处理或TSA处理，并且其余气体的全部或部分循环回水合反应器。吸附过程的操作条件是能生产含有存在于产物流中的大部分烷烃的不被吸附的产物流和含有大部分未反应烯烃的被吸附组分。该工艺最好在能使几乎所有未反应的烯烃保留在气体物流中的条件下进行操作。该工艺在4A型沸石吸附剂的床层上，可在较高的温度下进行操作。

按照本发明的第二个实施方案，含有相应的烷烃为杂质的烯烃原料流先进行PSA处理或TSA处理。吸附工艺最好在上面所规定的条件下进行操作以便制得富含烯烃的被吸附的物流和富含相应的烷烃的不被吸附的产物流。在吸附床上解吸得到的富含烯烃的气体流在反应区，在合适的直接水合催化剂存在下，在能使烯烃发生水合的条件下与水进行接触，从而制得上面所述的产物流。产物流在产品回收单元进行处理以便从该物流中回收几乎所有的醇类产品。如第一个实施方案的情况，经过产品回收步骤后，所剩的部分或全部无醇气体物流可循环进行PSA或TSA处理，从而从该物流中回收烯烃;而且，如果仅有部分循环进行PSA或TSA处理，则其余的一部分或全部可直接循环回水合反应器。

上面所述的两个实施方案的任何一个的吸附步骤典型地在约0℃～约250℃的温度范围内进行操作，而更好地在高于约50℃的温度下进行操作。吸附步骤一般在约0.2～100巴范围的绝对压力下进行操作，而更好地在约1～50巴的绝对压力下进行操作。

在本发明的优选实施方案中，吸附剂是A型沸石，而在最优选的实施方案中，它是4A型沸石。

在本发明的其它优选实施方案中，吸附床层的再生步骤通过真空的方法或用一种或多种惰性气体、来自吸附系统的未吸附的气体产物或来自吸附系统的被吸附的产物气体吹扫床层或通过真空和吹扫再生的联合来进行;而床层的重新加压采用来自吸附系统的富含烯烃的被吸附的气体来进行。

图1以方块示意图说明按照本发明用于生产乙醇或异丙醇的系统的一个实施方案。

图2以方块示意图说明图1所说明的系统的另一个实施方案。

本说明书中，“烯烃”一词是指乙烯或丙烯。当烯烃指乙烯时，“相应的烷烃”是乙烷，而当烯烃是丙烯时，相应的烷烃是丙烷。水合反应既可在液相也可在气相进行。然而，也为了简化讨论，本发明将以在气相的水合反应的情况来加以叙述。

本发明第一个实施方案的一方面，含有乙烷为杂质的乙烯进料流在反应区，在直接水合催化剂的存在下与蒸汽状态的水进行反应，从而制得乙醇。直接水合反应的条件是已知的，因此，不属于本发明。典型地，水合反应在范围为约150℃～约300℃的温度下，及典型地在范围为约60～约80巴压力（绝）下进行。反应在诸如酸催化剂，例如载于玻璃珠、氧化硅或硅-铝基质上的磷酸的存在下进行。含有乙醇、一些二乙醚和乙醛副产物、未反应的乙烯和水蒸汽及乙烷的气相反应产物离开水合反应器，任选地经冷却，然后经过洗涤器，在此用水洗涤从而洗除流出物中的乙醇。也可包括采用苛性钠洗涤液来中和由产物带出反应器的磷酸。乙醇与水及二乙醚副产物作为液体混合物从洗涤器脱出并进一步进行处理以回收和精制 乙醇。排出洗涤器的气相产物进行变压吸附或变温吸附以便从该气体物流中脱除乙烷，而来自吸附区的富含乙烯的物流则循环回水合反应器。

第一个实施方案的第二个方面，含有丙烷为杂质的丙烯进料流在反应区，在诸如离子交换树脂的直接水合催化剂的存在下与蒸汽状态的水进行反应，从而制得异丙醇。水合反应的条件也是已知的，而且不属于本发明的部分。典型地，水合反应在范围为约120℃～约200℃的温度下，及典型地在范围为约60～约100巴压力（绝）下进行。将异丙醇产物和含丙烯及丙烷的气体物流进行分离，并按上面所述的方式进行进一步处理。

从附图可以更好地理解本发明，其中采用相同的参考号码来标明在不同图中的相同或类似的设备。对于理解本发明并非必要的包括压缩机、热交换器及阀门的附助设备已从图中省略以便简化讨论本发明。

图1解释了第一个实施方案，其中单元A是直接水合反应器，任选的单元B是热交换器，单元C是产品回收单元，而单元D是气体分离器。

反应器A可以是任何合适的反应器并可装备有热交换手段和一个搅拌器（没有画出）。在反应器入口端有烯烃进料管线2和水蒸汽入口4，在其出口装有与热交换器B（若该单元包括在系统中）的入口相连接或与产品回收单元D的入口相连的（若热交换器不用于该工艺中）的气相流出物管线6。

在由图1说明的实施方案中，热交换器B装有冷却的气体出口管线8和冷却剂入口管线10及出口管线12。管线8将热交换器B的冷却的气体出口端与产品回收单元C的气体入口端相连接。

产品回收单元C可以是任何适用于将醇类产品从反应器流出物的气体组分中分离出来的装置。单元C典型地是一个冷凝器或装备有用于将水或水溶性或非水溶性液体喷射到来自热交换器B（或如果该系统不包括热交换器时，来自反应器A）而进入该装置的产品气体中的手段的填充床的洗涤器。单元C装备有洗涤液体入口管线14和液体产品排放管线16。单元C也装备有连接单元C和分离器D的气体出口管线18。

分离器D的主要目的是分离来自产品回收单元C的气相流出物中的乙烯或丙烯。分离器D是一个典型地包括有2个或更多个填充有所要求吸附剂的固定床的变压或变温吸附系统。床层通常并联布置从而适用于进行包括吸附和解吸的循环工艺。一个循环过程可包括除了基本的吸附和再生步骤之外的步骤，进行吸附的这种系统通常包括两个或更多个异相循环的吸附剂床层以确保来自吸附系统出口端的富含烯烃气体进行假连续流动。

吸附剂可以是能将烯烃从含有烯烃和一种或多种烷烃的气体混合物中选择性吸附出来的任何吸附剂。一般地，吸附剂可以是氧化铝、二氧化硅、沸石、碳分子筛等等。典型的吸附剂包括氧化铝、硅胶、碳分子筛、沸石，诸如A型和X型沸石等等。较好的吸附剂是A型沸石，而最好的吸附剂是4A型沸石。

4A型沸石，即A型沸石的钠型，具有约3.6～4埃单位的表观的孔径大小。这种吸附剂在高温下对于从乙烯-乙烷混合物中将乙烯及从丙烯-丙烷混合物中将丙烯吸附出来的选择性和吸附容量均有提高。如果这种吸附剂是几乎未改性的，即仅以钠离子作为可交换的阳离子，则这种吸附剂用于本发明是最有效的。但是，这种吸附剂的某些性质，诸如热和光稳定性可以通过由其它阳离子交换部分钠离子而加以改进。因此，使用由其它金属离子代替其中一些连接在吸附剂上的钠离子的4A型沸石也属于本发明优选实施方案的范围，条件是交换的离子百分数并不很大，从而不会使吸附剂失掉4A型的特性。在性质中，定义4A型特性的是在高温下将乙烯从乙烯-乙烷混合物中和将丙烯从丙烯-丙烷混合物中选择性地吸附出来及完成这一结果而不引起存在于混合物中的烯烃发生明显齐聚或聚合的吸附剂的能力。一般地说，已经确定在4A型沸石中，高达25%（以当量为基准）的钠离子可以通过离子交换由其它阳离子取代而不会改变4A型吸附剂的特性。能与用于烯烃-烷烃分离的4A型沸石进行离子交换的阳离子包括钾、钙、镁、锶、锌、钴、银、铜、锰、镉、铝、铈等。当用其它阳离子将钠离子取代时，最好将小于10%的钠离子（以当量为基准）用其它阳离子进行取代。取代钠离子可以改善吸附剂的性质。例如由其它阳离子取代一些钠离子可以改进吸附剂的稳定性。

另一类优选的吸附剂是那些含有某些可氧化的金属阳离子，如含铜的吸附剂，就从气相的烯烃-烷烃混合物中优选地吸附烯烃方面来说，这类吸附剂具有增强的吸附能力和选择性。用于制造铜改性的吸附剂的合适的吸附剂基质包括硅胶和诸如4A型、5A型、X型、Y型沸石的沸石分子筛。在美国专利4，917，771中提出了制造和应用铜改性吸附剂及其合适的含铜吸附剂的实例，该公开列为本发明的参考文献。

分离器D装有废气排放管线20，连接分离器D的被吸附的产品出口和水合反应器A入口的烯烃循环管线22及吹扫气体入口管线26。循环管线28连接管线18和循环管线22。

按照在图1系统实施的本发明的工艺，将烯烃进料物流，它可以是含有乙烷为杂质的乙烯或含有丙烷为杂质的丙烯，和水蒸汽一起加热到所要求的水合反应的温度并各自通过管线2和4加入到反应器A中。另一方面，烯烃和水蒸汽物流可以合并并在单一管线中加入到反应器A中。烯烃进料流通常含有至少90%（体积）的所要求的烯烃反应物，其余部分是相应的烷烃，而且在优选实施方案中，在进入反应器A的原料中，烯烃的浓度至少为约95%。

在反应器A中，气体混合物在上面所提到的温度和压力的普通条件下与催化剂进行接触并反应形成醇类产品。热的气相流出物从反应器A通过管线6排出。在图1解释的实施方案中，热的流出物进入热交换器B并从中由诸如水的冷却剂通过间接热交换被冷却。在冷却时，产物流中的一些高沸点的组分会冷凝下来。通过冷凝排放管线（没有画出）将冷凝的产物从热交换器B中的气体流出物中分离出来，而后与在产品回收单元C中回收的液体产品合并，或如果需要的话，可以将所有来自反应器流出物的气相组分的部分冷凝的气体混合物送到产品回收单元C而加以分离。正如上面所指明的，热交换器B可以不包括在这一系统中。在这种情况下，来自反应器A的热气相流出物可直接送到单元C进行产品回收。

来自单元B的产物流（或来自反应器A，如果该系统不包括单元B）接着进入产品回收单元C，为了叙述的目的，产品回收单元C可认为是一个气体洗涤器。进入单元C的产物气体与醇的溶剂紧密接触。通常是水的溶剂溶解了几乎所有在产品气体物流中的醇类和高沸点副产物。含有产品的溶液通过管线16排出洗涤器C并输送到下游处理单元进行醇类的回收和精制。洗涤后的气体物流通过管线18离开产品回收单元C，而该物流的部分或全部接着送到分离器D。如果这股物流仅有部分送到分离器，那么其余的则通过管线28和22返回到反应器A或通过废弃物流排放管线（没有画出）从该系统脱除。

分离器D较好地在能几乎全部吸附进入该单元的进料物流中的烯烃的状态下进行操作。在吸附步骤中，将大部分存在的烷烃从进料气中分离并通过管线20作为不被吸附的气体排出该系统。

进行吸附步骤的温度依赖于许多因素，例如所用的具体吸附剂，如未改性的4A型沸石，具体的金属交换的4A型沸石或能从烯烃-烷烃混合物中选择性地吸附烯烃的另一种吸附剂和所进行的吸附压力。一般来说，吸附步骤在约0℃的最低温度进行操作，较好地在约50℃的最低温度下进行操作，最好在至少约70℃的温度下进行操作。在单元D中，进行吸附步骤的温度上限主要决定于经济效益。一般地说，吸附步骤可以在低于烯烃发生诸如聚合的化学反应的温度下进行操作。吸附温度的上限约为250℃。当使用未改性的4A型沸石作为吸附剂时，反应一般在或低于200℃下进行，而较好地在或低于170℃的温度下进行。含有可氧化的金属的吸附剂，如铜改性的吸附剂，在高于约100℃的温度下，例如在约100℃～250℃之间的温度下是特别有效的。它们较好地在范围为约110～200℃的温度下使用，而更好的是在范围为约125～约175℃的温度下使用。

进行吸附过程的吸附和再生步骤的压力并不是关键的，一般来说，这些步骤可以在与水合过程一致的操作条件的压力下进行，当然，其限制条件是吸附步骤在高于再生步骤压力的压力下进行。一般来说，当吸附过程是变压吸附时，吸附步骤的绝对压力范围为约0.2～约100巴，较好地为约1～50巴，而在再生步骤，则压力范围为约20毫巴～约1巴或更大。当吸附工艺是变温吸附时，吸附和再生的压力最好是常压或接近常压。

当向前流动通过进行吸附步骤的分离器D的容器的已吸附的烯烃到达容器中所要求的位置时，在这些容器中的吸附过程就终止了，而这些容器便进入再生模式。在再生期间，如果吸附周期是变压吸附，则装有烯烃的容器进行减压，如果采用的是变温吸附周期，则进行加热。当进行再生时，富含烯烃的气体通过管线22从分离器D排出并通过管线22返回反应器。

吸附床层的再生方法依赖于所采用的吸附工艺的类型。就变压吸附来说，再生相一般包括逆流减压步骤，在该步骤中，床层逆流排气，直到达到所要求的低压。另一方面，它们可以通过诸如真空泵（没有画出）的真空吸入装置抽空到负压。在每种情况下，从床层解吸的烯烃通过管线22循环回反应器A。

在某些情况下，除了逆流减压步骤，最好用惰性气体或排出分离器D的气相流之一来吹扫床层。在这一过程中，通常在逆流减压步骤的快结束时开始吹扫步骤，或在其之后。在吹扫步骤期间，不被吸附的吹扫气通过管线26引入到分离器D，并逆流通过吸附剂床层，从而迫使被吸附的烯烃排出分离器D并通过管线22。吹扫气体可以是通过管线20排出分离器D的未被吸附的产物气体或从不同地方获得的不被吸附的气体，如氮气之类的永久性惰性气体。

在图1系统操作的优选方法中，在逆流减压步骤期间，从分离器D解吸的烯烃通过管线22循环回反应器A，而在吹扫步骤期间，全部或部分吹扫气和从床层解吸的烯烃循环回分离器D以便通过吸附系统进行再加工。该实施方案的优点是使得循环回反应器A的吹扫气体数量为最少。

吸附周期可以包括除吸附步骤和再生基本步骤之外的步骤。例如，以多步骤进行吸附床层减压是有利的，第一步减压的产物用于部分充压吸附系统中的另一床层。这将进一步减少循环回反应器A的气体杂质的数量。在吸附阶段和再生阶段之间，最好也包括并流吹扫步骤。并流吹扫由终止原料气进入分离器D的流动和将高纯度烯烃以吸附压力并流地送入吸附床层来进行。这对于迫使在分离器D的空隙空间中的不被吸附的气体排向不被吸附的气体的出口是有效的，从而确保在逆流减压期间生产的烯烃是高纯度的。用于并流吹扫的高纯烯烃可以是从管线22（没有画出）的中间贮存设施中得到，这时分离器D是一个简单吸附器;或从该吸附阶段中的另一个吸附器中得到，这时分离器D包括平行布置且为异相操作的多个吸附器;或从烯烃原料管线2得到。

图2解释的系统是图1系统的一个变型。图2的单元A、B、C和D与图1的相应单元是相同的，不同的是图2的分离器D可能比图1的分离器D大。图1和图2系统之间的主要不同在于图2系统分离器D布置在反应器A的上游。如图1系统的情况，热交换器B在图2的系统中是任选的。

在以图2的系统实施本发明的工艺时，将基本上含有烯烃，但也含有相应烷烃作为杂质的进料流通过管线50引入到分离器D。该进料流在分离器D中进行如上所述的变压吸附或变温吸附。不被吸附的富含烷烃的产物通过管线20从分离器D中排出，解吸的富含烯烃的产物通过管线54从单元D中进行回收。富含烯烃的产物接着进入反应器A，其中烯烃与通过管线4进入反应器A的水蒸汽在上面所提出的条件下进行反应生成所需的醇类。反应产物通过管线6排出反应器A并接着进入热交换器B（如果这一单元包括在系统中）。产物在单元B进行如上所述的冷却，并通过管线8送到洗涤器C。含醇液体产物在洗涤器C中从产物流中洗涤出来并通过管线16从其中脱除并从系统中排出去以便进一步处理和精制。富含烯烃的气相流通过管线56离开洗涤器C，全部都可以循环回分离器D或部分可以循环回分离器D，而其余的通过管线58循环回反应器A。

正如在图1系统操作的情况，当分离器D的再生以逆流减压和吹扫两步骤进行操作时，较好地将在逆流减压步骤时解吸的全部烯烃送到反应器A并将部分或全部吹扫气与在吹扫步骤期间从床层解吸的烯烃一起通过管线60和56循环回分离器D以便在吸附系统中进行再加工。

显而易见，利用普通的设备进行控制和自动地调节系统中的气体流量以致以有效的方式进行完全是自动化的连续运转属于本发明的范围。

本发明的一个重要优点是其允许本发明的工艺在相对低的烯烃进料的单程转化率下操作，使得对于所希望的醇类产物的选择性得到相当大的提高。显而易见，系统获得了增强的选择性，从而增加了所希望产物的总收率，这是相当有利的。

本发明由下面的实例进一步得到解释，其中，除非另有指明，否则份数、百分比和比例均是以体积为基准计。下面实例解释本发明的工艺，该工业适用于用含有乙烷为杂质的乙烯气体物流作为进料进行乙烯的直接水合来生产乙醇，然而本发明的范围也包括丙烯的直接水合来生产异丙醇。

实例1

这一假想实例叙述了采用含有99.9%乙烯和0.1%乙烷的乙烯和水作为进料组分进行气相乙醇的生产试验。实例在类似图1所示的包括有水合反应器、水洗单元和含有4A型沸石的床层的变压吸附单元的反应系统中进行模拟实施。模拟的水合反应在约250℃的温度和70巴的压力下进行。该模拟吸附工艺在吸附温度和压力各自为250℃和3巴（绝）下进行操作，而床层再生到300毫巴的压力。

物流流量和组成列于表中。在表中，物流（1）是进入反应系统的新鲜进料;物流（2）是进入水合反应器的进料;物流（3）是从反应器出来的流出物流;物流（4）是从洗涤器出来的洗过的乙醇的物流;物流（5）是从洗涤器出来的气体流出物的物流;物流（6）是直接循环回水合反应器的一部分物流（5）;物流（7）是送往变压吸附系统的一部分物流（5）;物流（8）是返回水合反应器的循环物流;而物流（9）是从变压吸附系统出来的废气物流。物流（2）是物流（1）、（6）和（8）的合并物流。

尽管已按照一个特定的系统详细地叙述了本发明，所述的系统仅是本发明的一个范例，而且是可以进行变化的。例如，如果需要的话，在本发明中也可使用其它的催化剂。同样，本发明的工艺可以以不同于流程图所解释的那样的设备布置来进行实施。本发明的范围仅由附录的权利要求的范围来限制。

Claims (15)

1、一种生产乙醇的工艺，包括以下步骤：

(a)使乙烯-乙烷混合物和水与水合催化剂在反应区、在结果能生成含有乙醇、未反应的乙烯和乙烷的气相产物的条件下进行接触；

(b)从所说的气相产物中回收所说的乙醇；

(c)通过使至少部分几乎没有乙醇的气相产物通过含有能选择性吸附乙烯的吸附剂的吸附区，从几乎没有乙醇的气相产物中选择性地吸附乙烯；

(d)使所说的吸附剂再生，从而产生富含乙烯的气体物流；和

(e)将所说的富含乙烯的气体物流循环回反应区。

2、一种生产乙醇的工艺，包括以下步骤：

（a）通过使乙烯-乙烷气体混合物通过含有能选择性吸附乙烯的吸附剂的吸附区，从所说的气体混合物中选择性地吸附乙烯;

（b）使所说的吸附剂再生，从而产生富含乙烯的气体;

（c）使所说的富含乙烯的气体与水蒸汽在水合催化剂存在下，在反应区，在结果能生成含有乙醇、未反应的乙烯和乙烷的气相产物的条件下进行接触;

（d）从所说的气相产物中回收乙醇;和

（e）将部分或全部几乎没有乙醇的气相产物循环回所说的吸附区。

3、一种生产异丙醇的工艺，包括以下步骤：

（a）使丙烯-丙烷混合物和水与水合催化剂在反应区、在结果能生成含有异丙醇、未反应的丙烯和丙烷的气相产物的条件下进行接触;

（b）从所说的气相产物中回收所说的异丙醇;

（c）通过使至少部分几乎没有异丙醇的气相产物通过含有能选择性吸附丙烯的吸附剂的吸附区，从几乎没有异丙醇的气相产物中选择性地吸附丙烯;

（d）使所说的吸附剂再生，从而产生富含丙烯的气体物流;和

（e）使所说的富含丙烯的气体物流循环回反应区。

4、一种生产异丙醇的工艺，包括以下步骤：

（a）通过使丙烯-丙烷气体混合物通过含有能选择性吸附丙烯的吸附剂的吸附区，从所说的气体混合物中选择性地吸附丙烯;

（b）使所说的吸附剂再生，从而产生富含丙烯的气体;

（c）使所说的富含丙烯的气体与水蒸汽在水合催化剂存在下，在反应区，在结果能生成含有异丙醇、未反应的丙烯和丙烷的气相产物的条件下进行接触;

（d）从所说的气相产物中回收异丙醇;和

（e）将部分或全部几乎没有异丙醇的气相产物循环回所说的吸附区。

5、权利要求1、2、3或4中的任何一项的工艺，其中吸附步骤在范围为约50～约250℃的温度下进行。

6、权利要求5的工艺，其中吸附剂选自氧化铝、4A型沸石、5A型沸石、13X型沸石、Y型沸石及其混合物。

7、权利要求6的工艺，其中所说的吸附剂是4A型沸石。

8、权利要求7的工艺，其中吸附剂含有铜离子。

9、权利要求8的工艺，其中吸附步骤在约100～约200℃之间的温度下进行。

10、权利要求7的工艺，其中所说的吸附剂含有除钠离子以外的可交换的阳离子，但其含量不足以改变吸引剂的4A型特性。

11、权利要求7的工艺，其中所述步骤在范围为约70～约170℃的温度和约1～50巴绝对压力下进行。

12、权利要求1、2、3或4中任何一项的工艺，其中吸附和再生步骤包括变压吸附周期。

13、权利要求12的工艺，其中吸附剂至今部分地由逆流减压进行再生。

14、权利要求13的工艺，其中吸附剂由真空的方法减压到负压而进一步得到再生。

15、权利要求14的工艺，其中吸附剂是用惰性气体、不被吸附的产物气体、被解吸的产物气体或其组合来吹扫床层而进一步得到再生的。

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