CN114432724B - 异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及丙酮制丙烯的工艺系统和方法 - Google Patents

异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及丙酮制丙烯的工艺系统和方法 Download PDF

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Abstract

本发明提供异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及包括此的丙酮制丙烯的工艺系统和方法，异丙醇脱水反应的工艺系统，包括依次连接的异丙醇储罐，第一异丙醇脱水反应器，第二异丙醇脱水反应器，吸收分离塔，压缩机和粗丙烯精制塔，其中，吸收分离塔设置吸收剂入口，塔顶出口连接压缩机，塔底出口还连接共沸精馏塔，共沸精馏塔的塔顶共沸物出口连接至第二异丙醇脱水反应器的入口，共沸精馏塔的侧线出口连接第一异丙醇脱水反应器入口。利用以上工艺系统进行异丙醇脱水反应制丙烯，并可联合丙酮加氢制异丙醇的系统和方法，实现丙酮制丙烯。上述系统和方法通过第一反应促进剂和第二反应促进剂有效抑制异丙醇脱水的副反应，提高丙烯收率，降低异丙醇以及丙酮原料的吨产品单耗，得到的丙烯产品纯度高，整个流程的总转化率高、能耗低。

Description

异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及丙酮制丙烯的工艺系统 和方法
技术领域
本发明属于化工领域，涉及异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及丙酮制丙烯的工艺系统和方法。
背景技术
随着全球苯酚的需求量大幅度攀升，多套新建苯酚丙酮装置陆续建设并投产，特别是在亚洲和中国。2017年，全球苯酚总产能已增加到1363.7万吨/年，相比于2009年，全球苯酚总产能增长了47%。而现有的苯酚生产主要采用异丙苯氧化工艺，该工艺联产丙酮。随着全球性苯酚需求的强劲，带来了问题是，现有酚酮装置联产丙酮的刚性供给量过大，会出现且已经出现区域性甚至全球性的丙酮过剩的局面。
针对目前国内乃至世界上酚酮装置联产丙酮的过剩量大而丙酮价格低的现状。丙烯是合成塑料、橡胶、纤维等高聚物及其它化学品的重要原料，传统丙烯的生成以石油为原料，通过高温裂解或催化裂化的方法得到，在当今石油资料日益枯竭、能源问题日益突出的背景下，采用石油资源来生成丙烯等烯烃产品为一条不可持续发展的路线，因此采用其它原料来生产丙烯具有重要意义。由此可见，利用酚酮装置联产的丙酮制备丙烯，不但可以大幅度提高酚酮装置的附加值，而且可以根据市场情况来灵活调整酚酮装置的产品方案。
CN102690172A提出了一种丙酮加氢生成异丙醇的方法，该方法是为了解决丙酮加氢生成异丙醇以及对异丙醇进行脱除杂质，尤其是水的问题，提出通过加氢将丙酮转化为异丙醇，然后以二异丙胺为共沸剂夹带出异丙醇中的水，然后通过脱除重组分，获得合格的异丙醇产品。该方法针对异丙醇脱除杂质水的问题，存在共沸剂后处理的问题。
CN102728361A提出了一种丙酮加氢制备异丙醇的催化剂及应用。该方法是使用具有150～359m2/g的BET比表面积和0.30～0.8m2/g的孔容的氧化铝作载体，含有8%～25%的镍，镍的表面积为10～30m2/g总镍量，该催化剂可以提高丙酮加氢生成异丙醇的收率。
CN103772145B提出了一种丙酮加氢制异丙醇的分离方法，所述方法包括：丙酮加氢产物经共沸精馏、萃取精馏后制得高纯度异丙醇。具体包括：（1）丙酮加氢产物进入精馏塔进行共沸精馏，塔顶采出共沸物，塔釜得到重组分，塔身侧线采出异丙醇产品；（2）精馏塔塔顶采出的共沸物进入回收塔，利用萃取剂进行萃取精馏，塔顶采用包括丙酮，异丙醇的回流，送回反应器循环利用，塔釜采用富含萃取剂的水溶液；（3）回收塔塔釜物流进入脱水塔，塔釜采用萃取剂，循环至回收塔。该发明方法中，采用了共沸精馏和萃取精馏来分离得到高纯异丙醇，工艺流程复杂，消耗萃取剂，且能耗高，若异丙醇直接作为下游的反应物，可以不需要高纯异丙醇，则可以简化工艺流程，大幅度降低能耗。
CN103508833B提出了一种异丙醇脱水制丙烯的方法，该方法包括：在异丙醇脱水反应条件下，使异丙醇与催化剂接触，异丙醇脱水得到丙烯。其中的催化剂采用如下方法制得：制备含有模板剂和铝源的凝胶体系；然后去除介孔纳米氧化铝。该发明方法实质上为制备异丙醇脱水制丙烯催化剂的方法，并未采用异丙醇脱水新工艺。
针对目前市场上苯酚需求强劲，而酚酮装置联产丙酮产品过剩的问题，将丙酮加氢制备丙烯为一条优异的调节产品方案的技术路线，但由于丙酮加氢制备丙烯过程中具有工艺流程长、对催化剂的转化率和选择性要求高、分离过程能耗高、产品纯度要求高等问题，而现有技术中还都是丙酮加氢及异丙醇脱水单段工艺，没有直接将丙酮通过加氢\脱水的方法制备异丙醇的工艺，而对于丙酮制丙烯过来说，由于聚合级丙烯产品的质量要求（GB/T 7716-2014）高，那么就存在如下几个问题：（1）对丙酮加氢、异丙醇脱水的单段转化率和选择性要求都较高，否则任意一段的转化率和选择性低，都将难以达到丙烯的质量要求；（2）尤其对于异丙醇脱水生成丙烯的过程来说，单段转化率和选择性将直接影响丙烯的产率、产品纯度、精制分离能耗，因此提高异丙醇脱水生成丙烯的过程转化率和选择性，对于提高丙烯产品纯度、降低异丙醇及丙酮的消耗、以及降低分离能耗等都十分重要。因此，如何提高丙酮制丙烯工艺的整体转化率和选择性，尤其是提高异丙醇脱水生成丙烯的过程转化率和选择性，不但能够提高丙烯产品纯度，而且对于减低整个工艺的分离能耗、原料消耗都具有重要作用。
综上所述，鉴于当前酚酮装置联产丙酮的供给量过大造成的丙酮过剩、而丙烯资源紧张的问题，而现有技术中缺乏丙酮制丙烯的整体工艺方法，也没有跟苯酚装置集成制丙烯的技术，因此由丙酮加氢再脱水制丙烯的工艺，与酚酮装置集成，既可解决丙酮价格低、销路不畅的问题，同时又为酚酮装置提供了一条调整产品比例的技术方案，具有显著的经济效益。
发明内容
针对现有技术的不足，本发明提供一种异丙醇脱水反应的工艺系统和方法及包括此的丙酮制丙烯的工艺系统和方法，在异丙醇脱水过程中加入反应促进剂，有效抑制异丙醇脱水副反应，提高丙烯收率。
为达到以上技术目的，本发明采用的技术方案如下：
本发明第一方面的技术目的是提供一种异丙醇脱水反应的工艺系统，包括依次连接的异丙醇储罐，第一异丙醇脱水反应器，第二异丙醇脱水反应器，吸收分离塔，压缩机和粗丙烯精制塔，其中，吸收分离塔设置吸收剂入口，塔顶出口连接压缩机，塔底出口还连接共沸精馏塔，共沸精馏塔的塔顶共沸物出口连接至第二异丙醇脱水反应器的入口，共沸精馏塔的侧线出口连接第一异丙醇脱水反应器入口。
进一步的，所述共沸精馏塔的侧线出口设置于距离共沸精馏塔塔底1/5～4/5总塔板数的位置。进一步的，所述共沸精馏塔的塔底产物出口还连接至吸收分离塔的入口，与进入吸收分离塔的吸收剂并线加入至吸收分离塔中。
进一步的，所述异丙醇脱水反应器为固定床反应器，优选地，采用列管式固定床反应器，由于异丙醇脱水为吸热反应，管内装入催化剂，管外通入供热介质。
本发明第二方面的技术目的是提供一种利用上述工艺系统进行异丙醇脱水反应的方法，包括以下反应过程：将异丙醇储罐中的异丙醇原料引入第一异丙醇脱水反应器，其依次经过第一异丙醇脱水反应过程、第二异丙醇脱水反应过程，异丙醇脱水产物吸收分离过程和粗丙烯精制过程制得丙烯，其中在第一异丙醇脱水反应过程和第二异丙醇脱水反应过程分别加入第一反应促进剂和第二反应促进剂，所述第一反应促进剂为共沸精馏塔的侧线采出物，所述第二反应促进剂为共沸精馏塔的塔顶共沸物。
进一步的，所述第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.1wt%～50.0wt%，优选1wt%～30wt%，更优选为3wt%～20wt%。
进一步的，所述第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.01wt%～10wt%，优选0.1wt%～8wt%，更优选为0.5wt%～5wt%。
进一步的，所述异丙醇脱水产物吸收分离过程中向吸收分离塔内加入吸收剂，所述吸收剂为可吸收异丙醇脱水产物中的水溶性组份的溶剂，选自异丙醇、正丙醇、甲醇、乙醇和水中的至少一种，优选为水、异丙醇或异丙醇和水以任意比例组成的混合物。上述吸收剂在加入前为贫吸收液，吸收可溶性组分后为富吸收液。
进一步的，所述第二反应促进剂为富吸收液共沸精馏物，所述富吸收液共沸精馏物为对异丙醇脱水产物吸收分离过程产生的富吸收液进行共沸精馏后的产物。所述第一反应促进剂为富吸收液共沸精馏时的侧线采出物。以吸收剂为水、异丙醇或异丙醇和水的混合物为例，第二反应促进剂为异丙醇和水的共沸物，其组成为水含量12.1wt%、异丙醇含量87.9wt%。第一反应促进剂的组成为水含量大于12.1wt%，异丙醇含量小于87.9wt%。
进一步的，所述两个异丙醇脱水反应过程还需加入催化剂，为现有技术中任何能够使异丙醇发生脱水反应的固体酸催化剂。所述的固体酸催化剂选自无定形硅铝、ZSM-5分子筛和树脂催化剂中至少一种，优选无定形硅铝作为催化剂，进一步优选氧化铝质量含量为1-15%、余量为氧化硅的无定性硅铝。所述的无定形硅铝可以是市售商品，也可以按现有方法制备。更优选的，上述的无定形硅铝为经过300-500℃饱和水蒸气处理的无定形硅铝。作为更具体的实施方式，本发明还公开一种无定性硅铝的制备方法，但不构成对本发明的限制：取市售的氧化铝质量含量为1-15%的无定性硅铝小球，在300-500℃下的饱和水蒸气氛围下处理5-10小时。上述催化剂在异丙醇脱水工艺中在非常缓和条件下具有良好的脱水活性、选择性及长周期稳定性。
进一步的，异丙醇脱水的反应条件一般如下：温度为150～450℃，压力为0.05～1.0MPaG，催化剂的体积空速为0.05～5.0h-1。
进一步的，异丙醇脱水产物中一般含有水、丙烯、甲烷、乙烯、乙炔、异丁烷、甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇等组份，在分离阶段首先利用贫吸收剂吸收其中的水溶性组份，得到粗丙烯；所述粗丙烯经升压后进行精制得到精制丙烯。
进一步的，异丙醇脱水产物吸收分离过程得到富吸收液，主要为醇和其他水溶性组分，对其进行共沸，得到醇与水的共沸精馏物，作为第二反应促进剂，，侧线采出物作为第一反应促进剂，其他塔底产物循环回异丙醇脱水产物吸收分离过程作为吸收剂补充液使用。
异丙醇脱水的反应是体积增大的吸热反应，反应速率较快，但生成的丙烯产品容易进一步进行二聚生成4-甲基-顺-2-戊烯或4-甲基-反-2-戊烯等副产物，不但消耗丙烯产品，而且大幅度增加粗丙烯精制过程的能耗和分离难度；此外，基于精制丙烯产品需满足GB/T 7716-2014《聚合级丙烯》中的优等品和一等品要求，其中一等品要求丙烯含量≥99.2φ/%，优等品要求丙烯含量≥99.6φ/%，要使精制丙烯达到这样的产品质量，精制分离部分的能耗较高。上述工艺方法中，对异丙醇脱水产物吸收分离过程加入的吸收剂进行循环利用，不仅能对脱水产物进行冷凝冷却，吸收其中的水溶性物质，利用富吸收液共沸精馏物作为反应促进剂，还能有效抑制丙烯产品的二聚，减少副反应，提高丙烯收率。
本发明第三方面的技术目的是提供一种丙酮制丙烯的工艺系统，其包括丙酮加氢系统和以上所述的异丙醇脱水反应工艺系统，所述丙酮加氢系统包括依次连接的丙酮原料储罐，丙酮加氢反应器，气液分离器，分馏塔，分馏塔的产品出口连接异丙醇脱水反应工艺系统的异丙醇储罐。
进一步的，所述气液分离器的气体出口连接至压缩机并最终连接至丙酮加氢反应器，气液分离得到的氢气作为丙酮加氢的补充氢。
进一步的，所述分馏塔的塔顶轻组分产物出口连接至丙酮原料储罐，将未反应完全的丙酮循环处理。
进一步的，所述丙酮加氢反应器为固定床反应器，优选地，采用列管式固定床反应器，由于丙酮加氢反应放热较为剧烈，管内装入催化剂，管外通入撤热介质。
本发明第四方面的技术目的是提供一种利用以上所述的工艺系统进行丙酮制丙烯的方法，依次包括丙酮加氢过程、加氢产物气液分离过程、异丙醇精制过程和以上所述的异丙醇脱水反应的方法，其中异丙醇精制过程的产物作为异丙醇脱水反应的原料，其中在第一异丙醇脱水反应过程和第二异丙醇脱水反应过程分别加入第一反应促进剂和第二反应促进剂，所述第一反应促进剂为共沸精馏塔的侧线采出物，所述第二反应促进剂为共沸精馏塔的塔顶共沸物。
进一步的，所述第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.1wt%～50.0wt%，优选1wt%～30wt%，更优选为3wt%～20wt%。
进一步的，所述第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.01wt%～10wt%，优选0.1wt%～8wt%，更优选为0.5wt%～5.0wt%。
进一步的，所述异丙醇脱水产物吸收分离过程中向吸收分离塔内加入吸收剂，所述吸收剂为可吸收异丙醇脱水产物中的水溶性组份的溶剂，选自异丙醇、正丙醇、甲醇、乙醇和水中的至少一种，优选为水、异丙醇或异丙醇和水以任意比例组成的混合物。上述吸收剂在加入前为贫吸收液，吸收可溶性组分后为富吸收液。
进一步的，所述第二反应促进剂为富吸收液共沸精馏物，所述富吸收液共沸精馏物为对异丙醇脱水产物吸收分离过程产生的富吸收液进行共沸精馏后的产物。所述第一反应促进剂为富吸收液共沸精馏时的侧线采出物。以吸收剂为水、异丙醇或异丙醇和水的混合物为例，第二反应促进剂为异丙醇和水的共沸物，其组成为水含量12.1wt%、异丙醇含量87.9wt%。第一反应促进剂的组成为水含量大于12.1wt%，异丙醇含量小于87.9wt%。
进一步的，所述两个异丙醇脱水反应过程还需加入催化剂，为现有技术中任何能够使异丙醇发生脱水反应的固体酸催化剂。所述的固体酸催化剂选自无定形硅铝、ZSM-5分子筛和树脂催化剂中至少一种，优选无定形硅铝作为催化剂，进一步优选氧化铝质量含量为1-15%、余量为氧化硅的无定性硅铝。所述的无定形硅铝可以是市售商品，也可以按现有方法制备。更优选的，上述的无定形硅铝为经过300-500℃饱和水蒸气处理的无定形硅铝。作为更具体的实施方式，本发明还公开一种无定性硅铝的制备方法，但不构成对本发明的限制：取市售的氧化铝质量含量为1-15%的无定性硅铝小球，在300-500℃下的饱和水蒸气氛围下处理5-10小时。上述催化剂在异丙醇脱水工艺中在非常缓和条件下具有良好的脱水活性、选择性及长周期稳定性。
进一步的，异丙醇脱水的反应条件一般如下：温度为150～450℃，压力为0.05～1.0MPaG，催化剂的体积空速为0.05～5.0h-1。
进一步的，丙酮加氢过程是在丙酮加氢催化剂存在下进行的，可以采用任何能够将丙酮加氢为异丙醇的催化剂，但从生产成本、适用效果等方面优选，一般采用镍基或铜基催化剂，镍基催化剂中镍含量一般为5～45wt%，也可以含有其它的活性组分或辅助组分，铜基催化剂中铜含量一般为8～45wt%，同样也可以含有其它的活性组分或辅助组分。作为进一步优选，采用在丙酮加氢制异丙醇工艺中在非常缓和条件下具有良好的加氢活性和选择性的铜基催化剂，装置整体的能耗、物耗都较低。
进一步的，丙酮加氢过程的温度为100～200℃，压力为0.5～6.0MPaG，催化剂体积空速为0.05～15h-1，氢气与丙酮的摩尔比为2:1～15:1。
进一步的，所述加氢产物气液分离过程得到的气相为氢气，循环利用，液相产物含有少量的未反应丙酮、以及重组分副产物，进入分馏塔进行脱除后得到精制异丙醇。
上述丙酮制丙烯的工艺系统和方法可与苯酚产丙酮的装置集成，将苯和丙烯联产的丙酮加氢先制备异丙醇，再经异丙醇脱水制备丙烯，既可解决丙酮过剩价格低、销路不畅的问题，同时又为酚酮装置提供了一条调整产品比例的技术方案，特别是在丙烯和丙酮差价较大的时期，可显著提升苯酚及其下游产品的市场竞争力，具有显著的经济效益。
本发明的技术方案中，可有效抑制异丙醇脱水的副反应，提高丙烯收率，降低异丙醇以及丙酮原料的吨产品单耗，得到的丙烯产品纯度高，整个流程的总转化率高、能耗低。在异丙醇脱水反应过程中，随着丙烯的不断生成，产物丙烯发生二聚反应或其它副反应的趋势越来越严重，在不同反应阶段，通过加入不同浓度的醇水混合物对于促进异丙醇脱水反应、抑制丙烯二聚反应或其它副反应具有不同的影响。在反应前期，异丙醇浓度高，反应速率快，加入低浓度的异丙醇与水的混合物时，既能够通过改变异丙醇、水、丙烯的分压来促进反应向脱水反应的正向移动，又能够抑制丙烯进一步发生二聚反应或其它副反应；而在反应后期，异丙醇浓度低，反应速率慢，此时需要加入高浓度的异丙醇与水的混合物作为促进剂，加入后能够促进异丙醇脱水反应向正向移动，又能够抑制丙烯进一步发生二聚反应或其它副反应。因此，将共沸精馏塔内不同浓度的醇水混合引入反应不同过程，对于提高异丙醇脱水制丙烯的转化率、选择性及丙烯纯度，降低分离能耗和原料消耗，都具有重要作用。采用醇与水的共沸物或富吸收液共沸精馏的共沸物作为反应促进剂。一方面没有额外引入其它难以分离的物质，且能够抑制丙烯产品的二聚，减少副反应，提高丙烯收率，降低丙烯精制过程的能耗。
本发明的其它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
图1. 由丙酮制丙烯的工艺系统示意图。
具体实施方式
下述非限制性实施例可以使本领域的普通技术人员更全面地理解本发明，但不以任何方式限制本发明。
实施例1
本实施例提供一种由丙酮制丙烯的工艺系统：
如图1所示，所示工艺系统包括依次连接的丙酮原料储罐，丙酮加氢反应器，气液分离器，分馏塔，异丙醇储罐，第一异丙醇脱水反应器，第二异丙醇脱水反应器，吸收分离塔，压缩机和粗丙烯精制塔，其中，吸收分离塔的塔顶出口连接所述压缩机，其塔底出口还连接一个共沸精馏塔，共沸精馏塔的塔顶共沸物出口连接至第二异丙醇脱水反应器的入口，共沸精馏塔的侧线出口连接第一异丙醇脱水反应器入口，共沸精馏塔的塔底产物出口还连接至吸收分离塔的入口，与进入吸收分离塔的吸收剂并线加入至吸收分离塔中；所述气液分离器的气体出口连接至压缩机并最终连接至丙酮加氢反应器，气液分离得到的氢气作为丙酮加氢的补充氢；所述分馏塔的塔顶轻组分产物出口连接至丙酮原料储罐，将未反应完全的丙酮循环处理。
其中，丙酮加氢反应器为列管反应器，列管内填装丙酮加氢催化剂，列管外通入撤热介质及时取走反应热。两个异丙醇脱水反应器为列管反应器，列管内填装异丙醇脱水催化剂，列管外通入供热介质提供热量。
采用以上工艺系统进行丙酮制丙烯的工艺方法分为丙酮加氢反应工段和异丙醇脱水反应工段。
丙酮加氢反应工段：丙酮原料进入丙酮原料储罐，升压，与循环氢混合升温后，进入丙酮加氢反应器，在丙酮加氢催化剂作用下发生加氢反应，得到含有异丙醇的反应流出物。反应流出物经冷凝冷却后进入气液分离器，分离出的气相经压缩机升压后循环使用，分离出的液相进入分馏塔。分馏塔将含有异丙醇的混合物分馏，脱除少量的轻组分和重组分，得到精制异丙醇，其中脱除的轻组分一般为未反应的丙酮，循环回原料罐，脱除的重组分一般为丙酮加氢副产物，可以连续或间歇外排。
异丙醇脱水反应工段：丙酮加氢反应工段得到的精制异丙醇作为原料进入异丙醇储罐，与共沸精馏塔得到的侧线采出物混合后先进入第一异丙醇脱水反应器，在异丙醇脱水催化剂作用下发生异丙醇脱水反应，再与共沸精馏塔塔顶得到的共沸物混合后进入第二异丙醇脱水反应器，得到含有丙烯的反应流出物，反应流出物进入吸收分离塔的底部，吸收分离塔的顶部通入吸收剂，在塔内进行热交换和吸收传质交换后，自塔顶出料的粗丙烯进入压缩机升压，自塔底出料的富吸收液进入共沸精馏塔。粗丙烯经压缩机升压后进入粗丙烯精制塔，分离出精制丙烯和少量的重组分，其中的重组分一般为丙烯的聚合物，这些少量的重组分间歇外排。进入共沸精馏塔的富吸收液，在塔内进行共沸精馏，塔顶得到共沸物，作为反应促进剂引入异丙醇脱水反应器入口，塔底产物作为吸收剂返回吸收分离塔循环使用。
利用以上系统和方法进行丙酮制丙烯的具体实施方式如下：
以下实施例和对比例中的丙酮原料来源于某场厂，其规格见表1。
表1.
实施例2
采用以上丙酮原料制备丙烯：
其中丙酮加氢反应器的列管尺寸为φ20×2.0，长为1.5米，反应管外通入撤热介质水，通过水汽化产生0.3MPa蒸汽的方式撤热。丙酮加氢反应条件如下：温度为170℃，压力为3.5MPa，催化剂空速为1.5h-1，氢酮体积比为10:1。丙酮加氢催化剂采用中国石化大连石油化工研究院开发的铜基催化剂，催化剂形状为圆柱形。
第一异丙醇脱水反应器的列管尺寸为φ10×2.0，异丙醇脱水反应条件如下：温度为280℃，压力为0.3MPa，催化剂空速为1.8h-1，第二异丙醇脱水反应器的列管尺寸为φ10×2.0，异丙醇脱水反应条件如下：温度为280℃，压力为0.28MPa，催化剂空速为1.2h-1，异丙醇脱水催化剂采用自制的氧化铝型催化剂：将氧化铝质量含量为10%的无定性硅铝小球，在450℃下的饱和水蒸气氛围下处理10小时得到所述异丙醇脱水催化剂。催化剂形状为圆柱形。加入吸收分离塔的吸收剂为水，第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的7.43wt%，第一反应促进剂的侧线采出位置为距离塔底3/5总塔板数的位置；第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的3.8wt%。
最后得到的丙烯产品性质、异丙醇脱水催化剂的选择性、能耗（能耗是指以丙酮作为原料，通过加氢法得到异丙醇，再通过异丙醇脱水方法制备出合格丙烯产品时，整个工艺过程的吨产品能耗）及吨异丙醇产品的丙酮原料消耗量见表2。
实施例3
采用以上丙酮原料制备丙烯：
其中丙酮加氢反应器、反应条件及同实施例2，使用的丙酮加氢催化剂为中国石化大连石油化工研究院开发的的镍基催化剂，催化剂形状为圆柱形。
两个异丙醇脱水反应器和催化剂同实施例2，第一异丙醇脱水反应器内反应条件如下：温度为290℃，压力为0.3MPa，催化剂空速为1.4h-1。第二异丙醇脱水反应器的反应条件如下：温度为298℃，压力为0.28MPa，催化剂空速为1.6h-1。加入吸收分离塔的吸收剂为异丙醇和水的混合物（异丙醇质量百分比为10%），第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的8.02wt%，第一反应促进剂的侧线采出位置为距离塔底2/5总塔板数的位置；第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的2.26wt%。
最后得到的丙烯产品性质、异丙醇脱水催化剂的选择性、能耗及吨异丙醇产品的丙酮原料消耗量见表2。
实施例4
采用以上丙酮原料制备丙烯：
其中丙酮加氢反应器、反应条件及使用的催化剂同实施例2。
两个异丙醇脱水反应器和催化剂同实施例2，第一异丙醇脱水反应器内反应条件如下：温度为3090℃，压力为0.3MPa，催化剂空速为1.5h-1。第二异丙醇脱水反应器的反应条件如下：温度为300℃，压力为0.3MPa，催化剂空速为1.8h-1。加入吸收分离塔的吸收剂为水，第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的10.37wt%，第一反应促进剂的侧线采出位置为距离塔底1/5总塔板数的位置；第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的1.98wt%。
最后得到的丙烯产品性质、异丙醇脱水催化剂的选择性、能耗及吨异丙醇产品的丙酮原料消耗量见表2。
对比例1
采用以上丙酮原料制备丙烯：
其中丙酮加氢过程的工艺系统和方法同本发明的丙酮加氢工段，丙酮加氢反应器、反应条件及使用的催化剂同实施例2。
异丙醇脱水过程的反应器和催化剂同实施例2，异丙醇脱水反应条件同实施例2的第一异丙醇脱水反应器，且仅设置一个异丙醇脱水反应器。异丙醇脱水反应后的产物进行冷凝冷却，分离出粗丙烯经压缩机压缩后引入产品精制塔，得到精制丙烯。而不向异丙醇脱水反应器内通入除反应物外的其他物质。
最后得到的丙烯产品性质、异丙醇脱水催化剂的选择性、能耗及吨异丙醇产品的丙酮原料消耗量见表2。
对比例2
采用以上丙酮原料制备丙烯：
其中丙酮加氢过程的工艺系统和方法同本发明的丙酮加氢工段，丙酮加氢反应器、反应条件及使用的催化剂同实施例3。
异丙醇脱水过程的反应器和催化剂同实施例3，异丙醇脱水反应条件同实施例3的第一异丙醇脱水反应器，且仅设置一个异丙醇脱水反应器。异丙醇脱水反应后的产物进行冷凝冷却，分离出粗丙烯经压缩机压缩后引入产品精制塔，得到精制丙烯。不向异丙醇脱水反应器内通入除反应物外的其他物质。
最后得到的丙烯产品性质、异丙醇脱水催化剂的选择性、能耗及吨异丙醇产品的丙酮原料消耗量见表2。
表2.
由本实施例及对比例的的实施效果可以看出，采用本发明的丙酮制丙烯的工艺系统和方法，可以通过抑制异丙醇脱水的副反应提高丙烯收率，降低异丙醇以及丙酮原料的吨产品单耗，得到的丙烯产品纯度高，使整个流程的总转化率高、能耗低。

Claims (23)

1.一种异丙醇脱水反应的工艺系统，其特征在于，其包括依次连接的异丙醇储罐，第一异丙醇脱水反应器，第二异丙醇脱水反应器，吸收分离塔，压缩机和粗丙烯精制塔，其中，吸收分离塔设置吸收剂入口，塔顶出口连接压缩机，塔底出口还连接共沸精馏塔，共沸精馏塔的塔顶共沸物出口连接至第二异丙醇脱水反应器的入口，共沸精馏塔的侧线出口连接第一异丙醇脱水反应器入口。
2.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述共沸精馏塔的侧线出口设置于距离共沸精馏塔塔底1/5～4/5总塔板数的位置。
3.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述共沸精馏塔的塔底产物出口还连接至吸收分离塔的入口，与进入吸收分离塔的吸收剂并线加入至吸收分离塔中。
4.根据权利要求1所述的工艺系统，其特征在于，所述异丙醇脱水反应器为用列管式固定床反应器，管内装入催化剂，管外通入供热介质。
5.利用权利要求1-4任意一项所述的工艺系统进行异丙醇脱水反应的方法，包括以下反应过程：将异丙醇储罐中的异丙醇原料引入第一异丙醇脱水反应器，其依次经过第一异丙醇脱水反应过程、第二异丙醇脱水反应过程，异丙醇脱水产物吸收分离过程和粗丙烯精制过程制得丙烯，其中在第一异丙醇脱水反应过程和第二异丙醇脱水反应过程分别加入第一反应促进剂和第二反应促进剂，所述第一反应促进剂为共沸精馏塔的侧线采出物，所述第二反应促进剂为共沸精馏塔的塔顶共沸物。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.1wt％～50.0wt％。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的1wt％～30wt％。
8.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，所述第一反应促进剂的加入量为异丙醇原料的3wt％～20wt％。
9.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.01wt％～10wt％。
10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.1wt％～8wt％。
11.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，所述第二反应促进剂的加入量为异丙醇原料的0.5wt％～5wt％。
12.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述异丙醇脱水产物吸收分离过程中向吸收分离塔内加入吸收剂，所述吸收剂为可吸收异丙醇脱水产物中的水溶性组份的溶剂。
13.根据权利要求12所述的方法，其特征在于，所述吸收剂选自异丙醇、正丙醇、甲醇、乙醇和水中的至少一种。
14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于，所述吸收剂选自水、异丙醇或异丙醇和水以任意比例组成的混合物。
15.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，所述两个异丙醇脱水反应过程还需加入催化剂，选自无定形硅铝、ZSM-5分子筛和树脂催化剂中至少一种。
16.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，异丙醇脱水的反应条件如下：温度为150～450℃，压力为0.05～1.0MPaG，催化剂的体积空速为0.05～5.0h-1。
17.一种丙酮制丙烯的工艺系统，其特征在于，其包括丙酮加氢系统和权利要求1-4任意一项所述的异丙醇脱水反应工艺系统，所述丙酮加氢系统包括依次连接的丙酮原料储罐，丙酮加氢反应器，气液分离器，分馏塔，分馏塔的产品出口连接异丙醇脱水反应工艺系统的异丙醇储罐。
18.根据权利要求17所述的工艺系统，其特征在于，所述气液分离器的气体出口连接至压缩机并最终连接至丙酮加氢反应器，气液分离得到的氢气作为丙酮加氢的补充氢。
19.根据权利要求17所述的工艺系统，其特征在于，所述分馏塔的塔顶轻组分产物出口连接至丙酮原料储罐，将未反应完全的丙酮循环处理。
20.根据权利要求17所述的工艺系统，其特征在于，所述丙酮加氢反应器为列管式固定床反应器，管内装入催化剂，管外通入撤热介质。
21.利用权利要求17-20任意一项所述的工艺系统进行丙酮制丙烯的方法，其特征在于，依次包括丙酮加氢过程、加氢产物气液分离过程、异丙醇精制过程和权利要求5-16任意一项的异丙醇脱水反应的方法，其中异丙醇精制过程的产物作为异丙醇脱水反应的原料，其中在第一异丙醇脱水反应过程和第二异丙醇脱水反应过程分别加入第一反应促进剂和第二反应促进剂，所述第一反应促进剂为共沸精馏塔的侧线采出物，所述第二反应促进剂为共沸精馏塔的塔顶共沸物。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，丙酮加氢过程的温度为100～200℃，压力为0.5～6.0MPaG，催化剂体积空速为0.05～15h-1，氢气与丙酮的摩尔比为2:1～15:1。
23.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，所述加氢产物气液分离过程得到的气相为氢气，循环利用，液相产物含有少量的未反应丙酮、以及重组分副产物，进入分馏塔进行脱除后得到精制异丙醇。
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