CN113880681A - 一种用于可逆连串反应的生产工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种用于可逆连串反应的生产工艺，其中，可逆连串反应包括反应一和反应二；反应一为可逆反应，方程式为：
反应二的方程式为：
或者
上述反应一为控制步骤，A、B为反应物，C为中间产物，D为目标产物；其中反应物B加入精馏塔中，生成的中间产物C和反应物A自管式反应器的入口加入，以在管式反应器中进行反应二，然后管式反应器中的物流再进入精馏塔进行分离提纯，得到目标产物D。本工艺巧妙之处还在于，打破常规的将所有反应物加入反应器的操作，将反应物B加入精馏塔的合适位置，用于提升反应一中反应物B的浓度，使得反应向正方向移动，改变反应原有平衡。
Description
技术领域
本发明属于化工技术领域，具体涉及一种用于可逆连串反应的生产工艺。
背景技术
在化工行业中，向反应器内投入所有反应物，然后在反应器中反应生成目标产物，再用精馏塔将目标产物分离，其余未反应的反应物或中间产物均返回反应器，这是非常常规的一种操作，设备如附图1所示，其中R1为反应器，T1为精馏塔。
对于连续操作并且需要一定的停留时间的这类反应来说，反应器通常会选择釜式，这是因为尽管釜式反应器的单程转化率不如管式反应器，但是在相同空间范围内，釜式反应器的容积可以比管式做的更大，可以保证反应所需的停留时间，当然除了停留时间，反应器的选择有其他考虑因素，例如移除反应热、反应复杂程度等等。为了能同时获取釜式及管式反应器的优点，也有多釜连串的反应器组来实现上述两种反应器的特点。
可逆反应，是指在同一条件下，既能向正反应方向进行，同时又能向逆反应的方向进行的反应，最终达到平衡，这也意味着可逆反应的转化率不会太高，平衡时，即使反应釜再增大也不会改变平衡。要改变原有的平衡条件，通常有以下几种方法：1)增大反应物的量；2)及时移除反应物；3)改变反应温度。因此对于一些可逆反应，出现了反应精馏操作，及时移除反应目标产物，从而提高了反应物的转化率。当然反应精馏也有些要求，例如反应必须在液相内进行，另外对于催化剂的寿命、形态也都有要求。
连串反应指的是在同一个反应环境并不进行新操作时，加入的反应物连续进行两步或两步以上的反应。例如如下连串反应：
反应一为可逆反应，方程式为：
反应二的方程式为：
反应一为B生成n份C的反应，反应二为A与反应一的产物C生成目标产物D的反应(本反应为通式，未考虑化学计量数)。对于这样的复杂反应体系来说，通常采用反应釜+精馏塔循环的方式来获取反应目标产物D，前面已经提及，这样的体系，反应釜的单程转化率是很低的，因此后续精馏塔会返回大量的物流至反应器入口，从而保证总转化率(从精馏塔离开的目标产物D与(A+B)的比值为总转化率)。当然也可以将反应一和反应二分别置于两个反应器中，通过精馏分离、循环等方式来获得目标产物D，然而这种方式和一个反应釜+精馏塔并没有本质的区别。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是针对上述现有技术提供一种反应物转化率高的用于可逆连串反应的生产工艺。
本发明解决上述技术问题所采用的技术方案为：一种用于可逆连串反应的生产工艺，其中，可逆连串反应包括反应一和反应二；
反应一为可逆反应，方程式为：
反应二的方程式为：
或者
上述反应一为控制步骤，A、B为反应物，C为中间产物，D为目标产物；
其特征在于：其中反应物B加入精馏塔中，生成的中间产物C和反应物A自管式反应器的入口加入，以在管式反应器中进行反应二，然后管式反应器中的物流再进入精馏塔进行分离提纯，得到目标产物D。
为了提高目标产物D的产率，在精馏塔操作压力时B的饱和温度记为TB，在精馏塔操作压力时C的饱和温度记为TC，在精馏塔操作压力时D的饱和温度记为TD；
上述反应物A从反应器入口加入，上述反应物B、中间产物C和目标产物D根据在精馏塔的操作压力下的B、C、D各自的饱和温度的大小在精馏塔的合适位置加入或采出，具体为：
(1)当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TC>TD时，
所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔中部或中下部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
(2)当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TD>TC时，
所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔顶部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从任意位置采出；
(3)当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TC>TB时，
所述反应物B从所述精馏塔顶部加入，所述中间产物C从所述精馏塔中部或中下部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔底部采出；
(4)当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC时，
所述反应物B从所述精馏塔中部或中下部加入，所述中间产物C从所述精馏塔顶部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔底部采出；
(5)当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TB>TD时，
所述反应物B从所述精馏塔中部或中下部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
(6)当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TD>TB时，
所述反应物B从所述精馏塔顶部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔中部或中下部采出。
上述反应物A、反应物B、中间产物C、目标产物D各组分间的相对挥发度>1。
在上述几种情况中，对于所述中间产物C从中部或中下部采出时，最优的采出位置应为在精馏塔中部或中下部中的中间产物C浓度最大的地方；对于所述反应物B从中部或中下部加入时，最优的加入位置应为精馏塔中部或中下部反应物B浓度最高的地方；对于目标产物D从中部或中下部采出时的情况时，由于是侧线采出，目标产物D的纯度可能会达不到要求，可以在精馏塔的下游再设置一个提纯精馏塔用以提纯目标产物D，该提纯精馏塔的另一股物流(另一股物流指除了目标产物D的其他所有物质)，则返回本工艺的精馏塔循环。
在上述方案中，所述精馏塔的操作压力由所述反应一的吸热或者放热状态决定，当反应一为放热反应时精馏塔的最高压力，或者当反应一为吸热反应时精馏塔的最低压力由以下公式用试差法决定：
其中：
E0：B→nC反应的活化能，J/(mol·K)；
E1：nC→B反应的活化能，J/(mol·K)；
R：气体特性常数＝8.314J/(mol·K)；
a、b、c：物质C的安托因方程常数，安托因方程形式为，Log10P＝a+b/(T+c)；
TC：参考态下物质C的饱和温度，K；
P：精馏塔操作压力，BarA；
n：反应一的中间产物C的化学计量数(反应物B的化学计量数为1)；
N：精馏塔理论板数；
k：受反应物B进料位置的影响，取值0.66-1，反应物B的进料位置符合上述进料位置时取1(即上文所述的六种情况的进料位置)，其他位置采用内插法获取；
对于反应物B的进料位置为精馏塔的塔中部左右时的情况，如进料位置为靠近塔顶，则k＝0.66+0.34Fin/Fop，如进料位置为靠近塔底，则k＝0.66+0.34(N-Fin/)(N-Fop)，其中Fin为实际进料位置，Fop为最佳进料位置。
参考态可以理解为现有的一组数据，比如下文的实施例3提供的基础数据(操作压力和CPD相对含量)，操作态可以理解为预想的优化后的数据，如下文的实施例3想提高返回CPD的相对含量的值，则可通过关联式，计算出相应操作压力，然后设定优化后该工艺的压力值。
如果反应一为吸热反应，则所述精馏塔应采用较高的压力，如果反应一为放热反应，则所述精馏塔应采用较低的压力，当然反应压力的选择也和设备制造、费用、公用工程等相关，对于放热反应不能一味的降低压力，同理对于吸热反应不能一味的增加压力，具体根据上述公式进行计算。
在上述方案中，如果生成有副产物，为了提高目标产物D的纯度，所述副产物为沸点高于反应物A、反应物B、中间产物C和目标产物D的高沸物，当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC或TD>TC>TB时，目标产物D和副产物一起从精馏塔底部离开，其他情况(目标产物D不从所述精馏塔底部和高沸物一起排出时的各种其他情况)，从所述精馏塔底部引出一股物流排出高沸物。
当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TC>TD或TB>TD>TC或TC>TB>TD或TC>TD>TB时，目标产物D从上文所述的位置离开，所述副产物从精馏塔底部离开。
为了提高目标产物D的纯度，在精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC或TD>TC>TB时，所述精馏塔下游设有用于对目标产物D进一步提纯的提纯塔，目标产物D和副产物一起从精馏塔底部离开进入提纯塔，提纯塔的一股出料为目标产物D，提纯塔的另一股出料(另一股出料是指主要含高沸物的物料)去其他工序(比如对高沸物进行加热蒸发操作，或者直接外送)处理；
TD最高(相对于B、C的饱和温度)，所以TD会和更高的高沸物从精馏塔底部离开，因为D是目标产物，和高沸物混在一起，所以新增一个提纯塔，将目标产物D和高沸物分离，提纯塔有两股料，一股是D，另一股是高沸物去后处理。
其余情况则返回所述精馏塔，其余情况是指非TD>TB>TC或TD>TC>TB这两种情况，换言之，非这两种情况，D不和高沸物一起排出，例如在中下部排出，那么增加的分离目标产物D的提纯塔中，另一股物料则包含不少的反应物B、中间产物C，还有可能有反应物A，需要返回精馏塔使用。
为了提高目标产物D的纯度，当目标产物D从精馏塔的中部或中下部采出时，所述精馏塔的下游设有提纯塔，提纯塔中主要含目标产物D的物流从提纯塔的中部或中下部采出，另一股含较少目标产物D的物流返回至精馏塔。
在上述方案中，所述反应物A为α烯烃，反应物B为环烯烃。
优选地，所述反应物A为乙烯或丙烯或1-丁烯，所述反应物B为DCPD或者其衍生物。
对于需要催化剂进行催化的反应，所述反应一和/或反应二为催化可逆反应，所述反应器上设有用于添加催化剂的催化剂入口。
优选地，上述反应一和反应二的反应体系中，不凝气和/或不凝轻组分从所述精馏塔顶部以气相形式流出，所述不凝轻组分为在常温、0.5MPAG下仍是气体的烃类物质，例如乙烯、乙烷、丙烯等。
与现有技术相比，本发明的优点在于：对于本发明的反应体系来说，反应一是相对控制步骤，则反应器的体积主要考虑两方面的因素，一是从精馏塔返回的物料量，二是反应一接近平衡时所需要的停留时间。由于可逆反应一为控制步骤，通常在釜式反应器中需要一定的停留时间，才能使其平衡转化，本发明结合反应精馏的特点，将反应一的大部分反应转移至精馏塔，及时分离出目标产物D，打破反应平衡，从而将反应物B尽可能多的转化成中间产物C，再从精馏塔合适的位置将中间产物C采出，送至反应器入口。经过精馏塔的反应及分离后，由于从精馏塔返回反应器入口的物流中含有高浓度的中间产物C，而反应二不属于控制步骤，不需要太长的停留时间，因此反应器可以选择具有较高单程转化率的管式反应器。
换言之，本发明使得反应器入口直接以反应物A加中间产物C的形式进行投料，反应器内的反应以反应二为主，这样就可以使用管式反应器替代釜式反应器，并且由于管式反应器的单程转化率高，进一步促进了反应器加精馏塔系统的优化。采用本发明工艺，将连串反应的两个反应分别在不同区域反应，反应一主要在精馏塔中完成，反应二在管式反应器中完成，采用更高效的管式反应器，有效的减少了反应器的投资。
另外，本工艺巧妙之处还在于，打破常规的将所有反应物加入反应器的操作，将反应物B加入精馏塔的合适位置，用于提升反应一中反应物B的浓度，使得反应向正方向移动，改变反应原有平衡。
附图说明
附图1为现有的连串反应的釜式反应器加精馏塔的反应装置示意图；
附图2为本发明生产工艺的其中一种反应装置示意图(TC<TB<TD)，其中R1为反应器，T1为精馏塔；
附图3为本发明生产工艺的其中一种反应装置示意图(TC<TD<TB)，其中R1为反应器，T1为精馏塔，T2为提纯塔；
附图4为反应物B在精馏塔不同进料位置的示意图。
具体实施方式
以下结合附图实施例对本发明作进一步详细描述。
本文中所述的“控制步骤”指的是“速率控制步骤”，“操作压力”为精馏塔的压力。
下述实施例1、2、3和对比例1的连串反应包括反应一和反应二：
反应一为可逆反应，方程式为：
反应二的方程式为：
上述反应一为控制步骤，DCPD(双环戊二烯)、C2H4(乙烯)为反应物，CPD(环戊二烯)为中间产物，NBE(降冰片烯)为目标产物，副产物为高沸物，前述各物质的沸点见下表：
| 名称 | C<sub>2</sub>H<sub>4</sub> | DCPD | CPD | NBE | 高沸物 |
| 常压沸点(℃) | -103.7 | 170 | 41.5 | 99 | 220～350 |
为便于说明，将实施例1、2、3在一起进行阐述，且为了直观说明本发明的特点，下述对比例1和实施例1～3仅针对精馏工艺部分进行详细说明。
实施例1、2、3
实施例1、2、3采用图4所示的反应装置，反应一主要在精馏塔T1中进行，反应物B加入精馏塔中。精馏塔的操作压力下的泡点温度顺序为：DCPD>NBE>CPD，即为当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TD>TC时的情况，因此NBE可从任意位置排出，为了便于比较，NBE全部从精馏塔的塔顶排出。
实施例1、2、3中，精馏塔的进料有两股，一股为DCPD进料，另一股为下文的对比例1的反应器的出口物料。
实施例1中DCPD原料从塔底部进入(第36块理论板)，塔顶压力为-0.07MpaG；实施例2中DCPD原料从塔顶部进入(第2块理论板)，塔顶压力为-0.07MpaG；实施例3中DCPD原料从塔顶部进入(第2块理论板)，塔顶压力为-0.04MpaG。
实施例1、2、3比较了在精馏塔中，DCPD不同的进料位置、不同操作压力下的精馏塔塔顶回流的CPD含量。
对比例1
对比例1采用附图1中的釜式反应器R1加精馏塔T1的反应装置，对比例1中的进料是乙烯和DCPD，先在反应器里发生反应
紧接着发生
然后反应器出料去对比例1的精馏塔中进行普通精馏，这股反应器出料也是上文所述的实施例1、2、3的另一股进料。
将釜式反应器R1中的物料，用泵送至精馏塔T1，该精馏塔T1具有40块理论版，高沸物从精馏塔T1的塔底离开。精馏塔T1的顶部液相返回反应器R1的物流中主要为NBE、DCPD、CPD、少量高沸物等，精馏塔塔顶操作压力为-0.07MpaG。
对比例1和实施例1-3中的反应动力学参数如下表：
| 指前因子 | 活化能(J/(mol·K)) | |
| 反应1正反应 | 2.656×10<sup>12</sup> | 1.401×10<sup>5</sup> |
| 反应1负反应 | 2.295×10<sup>3</sup> | 5.450×10<sup>4</sup> |
| 反应2正反应 | 9.978×10<sup>7</sup> | 9.195×10<sup>4</sup> |
| 反应2负反应 | 1.82×10<sup>14</sup> | 1.862×10<sup>5</sup> |
CPD的安托因参数如下表：
| A | B | C |
| 2.65373 | -531.826 | -113.863 |
对比例1和实施例1-3的精馏塔中底部出料量均相等，下表为对比例1和实施例1-3的进出料的物料组成。
下表为-0.07和-0.04MPaG塔顶压力下，精馏塔塔板的温度分布。
从对比例1和实施例1～3的精馏塔塔顶出料的CPD的质量比来看，对比例1为0.2611，实施例1为0.4171，实施例2为0.2573，实施例3为0.3671，可以看出实施例1～3增加了DCPD进料量，尽管实施例2的CPD绝对量增加了一点(从198kg/h增加至258kg/h)，但CPD/DCPD的比例反而变小(从0.2611减小至0.2573)，说明塔顶进料对生成CPD的作用不明显，实施例1的DCPD从塔顶部加入，可以看出塔顶出料的CPD不仅绝对值增加了很多，且CPD/DCPD的比例也增加了，而实施例3的DCPD从塔顶部进料，由于反应一是吸热反应，因此增加了精馏塔的塔顶压力，从塔板的温度分布表上可以看出，-0.07MPaG塔顶压力的每块塔板的温度比-0.04MPaG塔顶压力均高20℃左右，经过40块塔板的反应精馏，从塔顶离开的物流里面CPD的流量增大了很多，CPD的比例也从0.2573提高到0.3671，效果比较明显。
对于实施例3的塔顶操作压力的选取，可采用本工艺给出的关联式来获得，例如选取实施例1的纯CPD的饱和温度为参考温度(可采用热力学方程或ASPEN PLUS等模拟软件计算得到，或者用安托因公示近似得到)，这里直接给出为276K，其中，N＝40，塔顶加入DCPD，偏离最远，取k＝0.66，假如期望将CPD浓度提高至0.3671(实施例3的数值)，则：
用试差法得出P＝0.607时(基本和实施例3的塔顶压力一致)，
因此可以利用该公式，首先定出需要返回反应器CPD的物流的含量，再用试差法计算出精馏塔塔顶所需要的压力，当然这个压力只是参考值，但当反应一为放热反应时，操作压力应不高于该计算压力，或者当反应一为吸热反应时，操作压力应不低于该计算压力，本反应为吸热反应，因此要想达到0.3671，塔顶压力不应低于0.607barA，最终压力的确定还要结合设备以及公用工程条件，等压力确定后即可反算出返回的CPD含量。
对比例2、3和实施例4：
对比例2、3和实施例4的连串反应为：
反应一：
反应二：
为便于说明，下文将对比例2、3和实施例4放在一起进行说明，仅对反应器里的工艺进行描述，不描述精馏塔中的反应工艺，因为只是为了对比正常进料(DCPD进料)和经过可逆反应精馏的进料(DCPD进料在精馏塔里，下文中不体现该过程，简化起见，当精馏效果很好，顶部全部以CPD的形式返回反应器，这样可以认为是CPD进反应器)，而乙烯不管对比例还是实施例都是从反应器里进。
对比例2、3和实施例4列举了连串反应在釜式反应器(全混型)和管式反应器(平推流型)的反应物及反应产物。
对比例2中反应器的进料为DCPD和C2H4，反应器为釜式反应器，对比例3中反应器的进料为DCPD和C2H4，反应器为管式反应器，实施例4中反应器的进料为CPD和C2H4，反应器为管式反应器。
对比例2、3和实施例4的反应器中的反应条件均为1MPaG和185℃。下表列举了对比例2、3和实施例4进出口物流组成。
对比例2为常见的釜式反应器操作，可以看到反应器的出口的NBE浓度为0.6771，需要2.2m3的反应器可完成需求。对比例3的反应器的进口反应物组成不变，采用了管式反应器，可以看到，在反应产物中NBE浓度维持0.68左右，管式反应器容积略小(1.77m3)，减小程度不明显，管长达25m，显然在布置上会存在问题，主要还是因为反应器需要一定的停留时间来保证第一步反应的转化，尤其是第一步为控制步骤的时候。实施例4为CPD直接进料(可采用本发明的工艺的反应精馏部分，增加较多的精馏塔理论板数或增加合理的塔压进行分离，可得到高的CPD/DCPD物流，这里为更直观的说明问题，直接采用纯的CPD进料)，可以看到如要得到和对比例2、3相同的反应产物的NBE浓度，管式反应器仅需0.35m3(φ0.3×4.8)，远远小于对比例2的2.2m3，因此对于连串反应系统，采用本发明工艺，将连串反应的两个反应分别在不同区域反应，可采用更高效的管式反应器，有效的减少了反应器的投资和占地。
实施例4的连串反应的具体工艺如下：反应一先在精馏塔中进行，反应物DCPD从精馏塔的塔底加入，生成的中间产物CPD从精馏塔的塔顶采出后，和反应物C2H4自管式反应器的入口加入，以在管式反应器中进行反应二，然后管式反应器中的物流(包括反应物、产物和副产物)再进入精馏塔进行分离提纯，目标产物NBE从精馏塔的塔顶采出，未反应的C2H4从精馏塔顶部以气相形式流出。
实施例5
本实施例为如下连串反应，包括
反应一为可逆反应，方程式为：
反应二方程式为：
其中A为α烯烃，具体选用C2H4，D为目标产物，m＝1时，D为NBE；m＝2时，D为DMON(四环十二碳烯)；m＝3时，D为TCPD(环戊二烯三聚体)，反应器为管式反应器，反应物A从反应器入口加入，反应物DCPD、中间产物CPD和目标产物D由操作压力时的DCPD、CPD、D各自的饱和温度的大小在所述精馏塔的合适位置加入或采出。
上述各物质的沸点如下表所示：
当NBE作为产物时，DMON和TCPD作为高沸物的一部分从塔底离开，而NBE由于沸点比DCPD低，因此，可以从任何位置采出，比如从精馏塔的塔顶、塔底或者塔中部采出；如果从精馏塔的塔底采出，则需要至少一个提纯塔将NBE和部分DCPD与高沸物分离；如果从精馏塔的塔顶采出，则需要至少一个提纯塔将NBE和部分DCPD与CPD等轻物质分离。
当DMON作为产物时，由于TDMON>(TDCPD和TCPD)，因此DMON可以和高沸物一起从塔底采出，这样需要一个提纯塔将DMON和高沸物分离，分离后的高沸物去进一步处理(比如干燥分离或者蒸发等)，NBE则作为循环物质全部从塔顶返回反应器。
当TCPD作为产物时，由于TTCPD>(TDCPD和TCPD)，因此TCPD可以和高沸物一起从精馏塔的塔底采出，需要再设置一个提纯塔将TCPD和高沸物分离，高沸物去进一步处理(比如干燥分离或者蒸发等)，NBE和DMON则作为循环物质全部从塔顶返回反应器。
本发明的反应物A、反应物B、中间产物C并不局限于上述实施例所选用的化合物，也可以选用其他化合物，为了尽可能提高目标产物D的产率；上述反应物A从反应器入口加入，上述反应物B、中间产物C和目标产物D根据在精馏塔的操作压力下的B、C、D各自的饱和温度的大小在精馏塔的合适位置加入或采出，具体为：
当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TC>TD时，所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔中部或中下部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TD>TC时，所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔顶部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D可从任意位置采出；
当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TB>TD时，所述反应物B从所述精馏塔中部或中下部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TD>TB时，所述反应物B从所述精馏塔顶部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔中部或中下部采出。
附图1～4中的反应装置的主要设备为反应器和精馏塔，当然还包括塔顶冷凝器、塔底再沸器、输送泵等设备，此为现有技术，在此不进行赘述；另外，对于需要添加催化剂进行催化的反应，反应器上设有用于添加催化剂的催化剂入口。
Claims (10)
1.一种用于可逆连串反应的生产工艺，其中，可逆连串反应包括反应一和反应二；
反应一为可逆反应，方程式为：
反应二的方程式为：
或者
上述反应一为控制步骤，A、B为反应物，C为中间产物，D为目标产物；
其特征在于：其中反应物B加入精馏塔中，生成的中间产物C和反应物A自管式反应器的入口加入，以在管式反应器中进行反应二，然后管式反应器中的物流再进入精馏塔进行分离提纯，得到目标产物D。
2.根据权利要求1所述的生产工艺，其特征在于：在精馏塔操作压力时B的饱和温度记为TB，在精馏塔操作压力时C的饱和温度记为TC，在精馏塔操作压力时D的饱和温度记为TD；
上述反应物A从反应器入口加入，上述反应物B、中间产物C和目标产物D根据在精馏塔的操作压力下、各自的饱和温度的大小在精馏塔的合适位置加入或采出，具体为：
(1)当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TC>TD时，所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔中部或中下部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
(2)当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TD>TC时，所述反应物B从所述精馏塔底部加入，所述中间产物C从所述精馏塔顶部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从任意位置采出；
(3)当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TC>TB时，所述反应物B从所述精馏塔顶部加入，所述中间产物C从所述精馏塔中部或中下部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔底部采出；
(4)当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC时，所述反应物B从所述精馏塔中部或中下部加入，所述中间产物C从所述精馏塔顶部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔底部采出；
(5)当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TB>TD时，所述反应物B从所述精馏塔中部或中下部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔顶部采出；
(6)当精馏塔操作压力时的饱和温度TC>TD>TB时，所述反应物B从所述精馏塔顶部加入，所述中间产物C从所述精馏塔底部采出返回至所述反应器入口，所述目标产物D从所述精馏塔中部或中下部采出。
3.根据权利要求2所述的生产工艺，其特征在于：所述精馏塔的操作压力由所述反应一的吸热或者放热状态决定，当反应一为放热反应时精馏塔的最高压力，或者当反应一为吸热反应时精馏塔的最低压力由以下公式用试差法决定：
其中：
E0：B→nC反应的活化能，J/(mol·K)；
E1：nC→B反应的活化能，J/(mol·K)；
R：气体特性常数＝8.314，J/(mol·K)；
A、B、C：物质C的安托因方程常数，安托因方程形式为，Log10P＝A+B/(T+C)；
TC：参考态下物质C的饱和温度，K；
P：精馏塔操作压力，BarA；
n：反应一的中间产物C的化学计量数(反应物B的化学计量数为1)；
N：精馏塔理论板数；
k：受反应物B进料位置的影响，取值0.66-1，符合上述进料位置时取1，其他位置采用内插法获取；
4.根据权利要求2所述的生产工艺，其特征在于：所述副产物为沸点高于反应物A、反应物B、中间产物C和目标产物D的高沸物，当精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC或TD>TC>TB时，目标产物D和副产物一起从精馏塔底部离开；当精馏塔操作压力时的饱和温度TB>TC>TD或TB>TD>TC或TC>TB>TD或TC>TD>TB时，所述副产物从精馏塔底部离开。
5.根据权利要求4所述的生产工艺，其特征在于：在精馏塔操作压力时的饱和温度TD>TB>TC或TD>TC>TB时，所述精馏塔下游设有用于对目标产物D进一步提纯的提纯塔，目标产物D和副产物一起从精馏塔底部离开进入提纯塔，从而对目标产物D进行进一步提纯。
6.根据权利要求2所述的生产工艺，其特征在于：当目标产物D从精馏塔的中部或中下部采出时，所述精馏塔的下游设有提纯塔，提纯塔中主要含目标产物D的物流从提纯塔的中部或中下部采出，另一股含较少目标产物D的物流返回至精馏塔。
7.根据权利要求1～6中任一权利要求所述的生产工艺，其特征在于：所述反应物A为α烯烃，反应物B为环烯烃。
8.根据权利要求7所述的生产工艺，其特征在于：所述反应物A为乙烯或丙烯或1-丁烯，所述反应物B为DCPD或者其衍生物。
9.根据权利要求1～6中任一权利要求所述的生产工艺，其特征在于：所述反应一和/或反应二为催化可逆反应，所述反应器上设有用于添加催化剂的催化剂入口。
10.根据权利要求1～6中任一权利要求所述的生产工艺，其特征在于：上述反应一和反应二的反应体系中，不凝气和或不凝轻组分从所述精馏塔顶部以气相形式流出，所述不凝轻组分为在常温、0.5MPAG下仍是气体的烃类物质。
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|---|---|---|---|
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