CN114478155A - 生产烯烃三聚体的方法及生产单元 - Google Patents

生产烯烃三聚体的方法及生产单元 Download PDF

Info

Publication number
CN114478155A
CN114478155A CN202111295385.5A CN202111295385A CN114478155A CN 114478155 A CN114478155 A CN 114478155A CN 202111295385 A CN202111295385 A CN 202111295385A CN 114478155 A CN114478155 A CN 114478155A
Authority
CN
China
Prior art keywords
reactor
olefin
feed
recycle
range
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN202111295385.5A
Other languages
English (en)
Inventor
安蒂·皮哈拉赫蒂
亚纳·卡内尔沃
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Neste Oyj
Original Assignee
Neste Oyj
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Neste Oyj filed Critical Neste Oyj
Publication of CN114478155A publication Critical patent/CN114478155A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons
    • C07C2/04—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation
    • C07C2/06—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation of alkenes, i.e. acyclic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
    • C07C2/08—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
    • C07C2/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons
    • C07C2/04—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation
    • C07C2/06—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by addition between unsaturated hydrocarbons by oligomerisation of well-defined unsaturated hydrocarbons without ring formation of alkenes, i.e. acyclic hydrocarbons having only one carbon-to-carbon double bond
    • C07C2/08—Catalytic processes
    • C07C2/26—Catalytic processes with hydrides or organic compounds
    • C07C2/28—Catalytic processes with hydrides or organic compounds with ion-exchange resins
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J31/00—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds
    • B01J31/02—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides
    • B01J31/06—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides containing polymers
    • B01J31/08—Ion-exchange resins
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J35/00—Catalysts, in general, characterised by their form or physical properties
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J35/00—Catalysts, in general, characterised by their form or physical properties
    • B01J35/30—Catalysts, in general, characterised by their form or physical properties characterised by their physical properties
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/005—Processes comprising at least two steps in series
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/04—Purification; Separation; Use of additives by distillation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/148—Purification; Separation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification of at least one compound
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C7/00—Purification; Separation; Use of additives
    • C07C7/20—Use of additives, e.g. for stabilisation
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08F—MACROMOLECULAR COMPOUNDS OBTAINED BY REACTIONS ONLY INVOLVING CARBON-TO-CARBON UNSATURATED BONDS
    • C08F2/00—Processes of polymerisation
    • C08F2/12—Polymerisation in non-solvents
    • C08F2/14—Organic medium
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2531/00—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds
    • C07C2531/02—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides
    • C07C2531/06—Catalysts comprising hydrides, coordination complexes or organic compounds containing organic compounds or metal hydrides containing polymers
    • C07C2531/08—Ion-exchange resins

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Water Supply & Treatment (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Medicinal Chemistry (AREA)
  • Polymers & Plastics (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
  • Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
  • Catalysts (AREA)

Abstract

本发明涉及生产烯烃三聚体的方法及生产单元。一种用于由烯烃单体催化制备烯烃三聚体的方法及生产单元，其中烯烃二聚体在二聚反应后再循环使用，并且与烯烃单体在加成反应中进行反应。

Description

生产烯烃三聚体的方法及生产单元
技术领域
本公开涉及烯烃的加工，具体而言涉及由烯烃单体高选择性生产烯烃三聚体。
背景技术
当前用于烯烃聚合的方法通常产生烯烃聚合物的混合物，并且对某种聚合物的选择性很差。从这种聚合物混合物生产所需的聚合物种类需要使用复杂的分离技术。因此，找到一种高选择性生产所需烯烃聚合物而非聚合物混合物并且其中所述烯烃单体有效转化为所需聚合物的工艺方法，将是有益的。
US4544791公开了一种由C4单体生产75％二聚体和15％三聚体的双反应器工艺方法。
异十二烯是异丁烯的三聚体，其能够通过异丁烯低聚反应而制备。这些三聚体以前在异辛烯工艺过程中作为非所需的副产物而少量生成，但在异辛烯生产中，其量通常通过使用含氧调节剂物质加以抑制。然而，由于烯烃三聚体本身可以视为一种有意义的产物，因此如何将异丁烯选择性主要导向三聚体而不会生成和分离异辛烯(二聚体)或较重的低聚物(四聚体和更高级的聚合物)就出现了挑战。
作为增加异丁烯转化率的函数，酸催化的异丁烯低聚通常会产生宽的低聚物分布。因此，以前的工艺方法在生产异丁烯三聚体，即异十二烯方面却效率不高。本公开涉及实现高烯烃转化率而同时实现甚至超过90％的选择性的富三聚体产物的工艺方法。
因此，本公开的目的是提供产物、工艺方法和系统以减轻上述缺点。具体而言，本公开旨在提供能够用于由烯烃单体高选择性生产烯烃三聚体的工艺方法和生产单元。
发明内容
本发明的各种实施方式所寻求的保护范围由所附权利要求书进行阐述。
本文公开了一种生产烯烃三聚体的工艺方法，其包括：
将以下物料进料到装有二聚催化剂的反应器中：烯烃单体进料和至少一种含氧调节剂；
在选自40-140℃的温度和选自10-40bar的压力下操作所述反应器以实施烯烃单体与烯烃单体之间的催化二聚反应和烯烃单体与烯烃二聚体之间的加成反应；
从所述反应器中取出反应器出口流股；和
对所述反应器出口流股进行蒸馏以分离出至少一种包含烯烃二聚体的较轻产物和包含烯烃三聚体的较重底部产物；其中
所述至少一部分较轻产物被再循环到所述反应器中以提供再循环进料，
烯烃单体主要作为新鲜烯烃单体进料进料至所述反应器，
控制进料到所述反应器中的新鲜烯烃单体进料和再循环进料的量，而使进入所述反应器的烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率选自1:8-1:15的范围，
并且其中所述催化反应在烯烃保持液相的操作条件下进行。
本工艺方法的优点是烯烃三聚体的聚合反应(二聚和加成反应)的选择性。另一个优点是，利用本工艺方法，甚至有可能在单个反应器系统中进行烯烃三聚体的生产，这简化了生产工艺过程。
因为在所述反应器中生成的二聚体能够在蒸馏后与其他较轻组分一起再循环回到所述反应器中，则不需要从所述烯烃三聚体产物中除去较轻组分如二聚体的进一步的分离技术。因此，本工艺方法同时实现了烯烃三聚体的回收和反应性物质的再循环。
可替代地，多个反应器容器能够用于代替单个反应器单元，这允许甚至更为可控以优化三聚体生产工艺过程的选择性。多个反应器容器的使用也与上述单步蒸馏相容。此外，该工艺方法在允许作为单独的产流股回收烯烃二聚体和烯烃三聚体方面是灵活的。采用两个蒸馏塔也有可能实施本发明，这将在后面进行描述。
本发明还公开了一种适用于并构造成实施上述工艺方法的生产单元，其包括：
a.至少一个构造成接收酸催化剂的反应器单元；
b.至少一个构造成从异十二烯中分离出异辛烯的蒸馏塔；
c.至少一个与所述反应器单元或多个反应器单元和至少一个烯烃单体储存器流体连通的反应器进料管线；
d.至少一个与所述反应器单元或所述多个反应器单元和所述蒸馏塔流体连通的反应器出口流股管线；
e.至少一个与所述蒸馏塔和所述反应器单元或所述多个反应器单元流体连通的再循环管线；和
f.与所述蒸馏塔和底部产物储存器流体连通的底部产物管线。
附图说明
本发明将参考附图通过非限制性优选实施方式更详细地进行描述。
图1显示了采用利用再循环的烯烃二聚体的预设工艺方法获得的底部产物的组成。单体至三聚体的转化率接近90％。
图2显示了使用“单程(once through)”实验设计，即不将烯烃二聚体再循环，获得的比较底部产物的组成。
图3显示了生产单元100的一个实施方式。
图4显示了生产单元100的另一个实施方式。
具体实施方式
术语含氧调节剂是指含有氧的化合物，如含氧化合物或含有氧、碳和氢的化合物。
正如本文所用，术语“包括”包括“包括”、“包含”和“涵盖(comprehending)”的更广义含义，以及“由……组成”和“仅由……组成”的更狭义表达。
在一个实施方式中，该工艺方法以工业规模，优选作为连续工艺方法，进行实施。
在一个实施方式中，工艺步骤以在任何方面、实施方式或权利要求中确定的顺序进行实施。在另一个实施方式中，指定对在前一工艺步骤中获得的产物或中间体进行的任何工艺步骤都对所述产物或中间体直接进行，即没有可能化学或物理改变所述两个连续步骤之间的所述产物或中间体的附加、可选或辅助的加工步骤。
在本发明的上下文中，术语反应器进料是指进入所述反应器的任何进料。为简洁起见，当至少一种相同的组分，如烯烃单体，通过多次进料而进料到所述反应器中时，烯烃单体的反应器进料或烯烃单体反应器进料在这种情况下可以是指所述反应器中所述烯烃单体的总进料。
术语新鲜烯烃单体进料和新鲜烯烃单体是指新鲜的，即非再循环的，并且进料到所述反应器中以提供烯烃单体源补充所述反应器中催化反应期间消耗的烯烃单体的量并且主要作为回收或消耗的二聚体或三聚体产物从所述反应器中去除的烯烃单体。新鲜烯烃单体以足以将单体与二聚体的质量比维持于所需水平的量进行进料。因此，当烯烃三聚体生产作为连续工艺过程运行时，在通过反应器进料管线进料到反应器中之前没有进入所述反应器中的新鲜单体以及烯烃三聚体会作为反应产物从该工艺过程中移除。
在一个实施方式中，烯烃单体主要作为新鲜烯烃进料进料到反应器中，即所述新鲜烯烃单体构成进入所述反应器的总烯烃单体的50wt％以上。在另一个实施方式中，进入反应器的至少55wt％、60wt％、70wt％、80wt％或90wt％的烯烃单体都是新鲜的。
在一个实施方式中，再循环进料包含未反应的烯烃单体。
术语反应器是指在其中进行催化反应的反应器，如至少一个反应器单元或至少一个反应器容器。该反应器可以包括至少一个催化剂床和用于将流体导入该反应器中并从该反应器中移除流体的开口。
烯烃是至少由氢和碳组成并具有至少一个两个碳原子之间的双键的化合物。适用于本工艺方法的烯烃含有两个或更多个碳原子，并且它们可以是直链或支链的。本发明中优选的烯烃单体是异丁烯。
在本工艺方法中也可以使用烯烃混合物并进料到反应器中，如烯烃单体、烯烃二聚体和较重聚合物的混合物，或含有具有不同碳原子数和双键的烯烃的混合物。在一个实施方式中，包含烯烃混合物的进料作为混合进料进料到反应器中。
在本发明的上下文中，混合进料或混合单体进料是指具有不同碳数的烯烃，或具有相同碳数的烯烃异构体的混合物，及其组合。在一个实施方式中，混合进料包含C4-C5烯烃。在另一个实施方式中，该混合进料包含具有碳数为C4+/-1的烯烃。在一个实施方式中，从进入反应器的进料中除去比C4烯烃更轻的反应性组分以有助于该反应产物的蒸馏。
在一个实施方式中，该烯烃单体进料包含以下至少之一：C4烯烃、C5烯烃、C4和C5烯烃的混合进料、异丁烯、1-丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯；和可选地惰性物质、正丁烷、异丁烷、丁二烯、蒸馏馏分或其任何混合物中至少之一。
在另一个实施方式中，该烯烃单体进料或混合进料包含或基本上由异丁烯和以下的至少之一组成：C4烯烃、C5烯烃、C4和C5烯烃混合进料、1-丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯、惰性物质、正丁烷、异丁烷、丁二烯、蒸馏馏分或其任何混合物。在一个优选的实施方式中，异丁烯是混合进料的主要组分。
在一个实施方式中，从反应器排出的反应器出口流股中的非反应性组分如惰性物质、正丁烷、异丁烷的量如此之低，以至于它们不会显著妨碍蒸馏步骤中的烯烃二聚体和烯烃三聚体分离。
本工艺方法中使用混合进料时的优点是混合进料中存在的惰性物质的去除是有效的，并且惰性物质的去除对产物收率没有显著影响。当在本工艺方法中使用混合进料时，由于每次通过的单体转化率高，则在离开反应器的反应器出口流股中只剩下非常少的反应性单体，而因此在惰性物质去除步骤中损失的单体非常少。
从反应器中取出的反应器出口流股至少含有烯烃二聚体和烯烃三聚体，以及可选的较少量的烯烃单体、调节剂和惰性物质。
用于实施本工艺方法的生产单元100的一个实施方式如图3中所示。生产单元100包括反应器单元110和蒸馏塔210。烯烃单体通过反应器进料管线420从储存器410进料到反应器中，该反应器进料管线420在图3中与第一再循环进料220和第二再循环进料230流体连通。反应产物从反应器单元110通过反应器出口流股管线120转移到蒸馏塔210。从蒸馏塔210，第一再循环管线220将包含烯烃单体、稀释剂和调节剂中至少之一的较轻产物转移回到反应器单元110中。第二再循环管线230将主要由烯烃二聚体组成的流股转移回到反应器单元110中。包含烯烃三聚体的较重底部产物从蒸馏塔通过底部产物管线250引导至底部产物储存器510。惰性物质能够可选地通过惰性物质去除管线240去除。
在图3的实施方式中，该再循环进料由通过第一再循环管线220和第二再循环管线230引导至反应器单元110的两个再循环进料组成。在图3中，该再循环管线被绘制为流体连通至进入反应器单元110的反应器进料管线420。可替代地，该再循环管线能够通过反应器单元110中的单独开口连接到反应器单元110。
代替上述两条再循环管线220、230，也能够使用单个再循环进料管线。在该实施方式中，该单个再循环管线将烯烃二聚体和烯烃单体以及可选的调节剂再循环回到反应器。
在一个实施方式中，烯烃单体储存器410构造成提供混合进料。
在另一个实施方式中，烯烃单体储存器410构造成提供与多个反应器单元或反应器容器的流体连通。在串联提供多个反应器容器的情况下，优选将烯烃单体进料到串联的第一个反应器容器中，并且可选地，后面的反应器容器仅从来自前一个反应器容器的反应器出口流股管线接收进料。
生产单元100的另一个实施方式如图4中所示，其中优选使用混合进料。在该实施方式中，生产单元100包括反应器单元110和蒸馏塔210。新鲜烯烃从储存器410通过反应器进料管线420进料到反应器中，反应器进料管线420在图4中与第一再循环进料管线220，与第二再循环进料230和与可选的二聚体进料管线430流体连通。反应产物从反应器单元110通过反应器出口流股管线120转移到蒸馏塔210。从蒸馏塔210，第一再循环管线220将包含烯烃单体、稀释剂和调节剂中的至少之一的较轻产物传送回到反应器单元110中。第二再循环管线230将主要由烯烃二聚体组成的流股传送回到反应器单元110中。包含烯烃三聚体的较重底部产物从蒸馏塔通过底部产物管线250引导至底部产物储存器510中。惰性物质能够可选地通过惰性物质去除管线240去除。图4还显示了可选的热交换器310，其能够用于从离开蒸馏塔的出口流股中回收热量，并在反应器出口流股管线120进入蒸馏塔之前对其进行加热。在图4中，烯烃二聚体通过第二再循环管线230从蒸馏塔中除去，第二再循环管线230与蒸馏塔的一侧流体连通以提供侧流股。优选该侧流股作为蒸气出口流股从蒸馏塔中取出，其在热交换器中回收热量之后并且在作为再循环进料进入反应器单元110之前进行冷凝。
如图4所示，底部产物管线250能够引导通过可选的热交换器310以在流股进入蒸馏塔之前加热反应器出口流股管线120。
在一个实施方式中，烯烃单体进料，优选高纯度烯烃单体进料，进料到反应器单元中，该反应器单元在图3和图4的实施方式中是单反应容器。可替代地，可以使用包括多个反应器容器的反应器单元。
反应器单元110包含二聚催化剂，其催化两种烯烃单体之间的二聚反应中烯烃二聚体的形成，以及烯烃单体和烯烃二聚体之间的加成反应中烯烃三聚体的形成。此外，可能会形成少量的较重烯烃低聚物。该反应产物作为反应器出口流股120从反应器引导至蒸馏塔210，蒸馏塔210将未反应的惰性物质、烯烃单体和烯烃二聚体与较重底部产物分离，较重底部产物至少含有烯烃三聚体和可选的具有比烯烃二聚体沸点更高的化合物。可选的热交换器310可以用于从含有烯烃三聚物的底部产物回收热量，并在反应器出口流股进入蒸馏塔之前使用所回收的热量加热该反应器出口流股。
在图3和图4的实施方式中，该调节剂能够与烯烃单体进料一起通过反应器进料管线420，连同随再循环管线220、230从蒸馏塔引导至反应器单元的再循环进料一起加入反应器中，或通过单独的入口(未显示)直接进入反应器中。优选将调节剂与进入反应器的反应器进料，如反应器进料管线420或再循环管线220、230一起进行进料，以确保混合良好。
在一个实施方式中，将新鲜单体作为高纯度单体进料向反应器进行进料。高纯度烯烃优选具有至少95wt％的纯度。在单塔系统中使用高纯度烯烃是特别有利的，因为它导致的反应产物进料仅包含少量具有与烯烃二聚体或烯烃三聚体重叠沸点的组分。
在烯烃流股通过反应器单元或多个反应器单元后，所得反应器出口流股引导至蒸馏塔，该蒸馏塔分离出未反应的烯烃(主要是二聚体)作为来自作为底部产物排出的烯烃三聚体的较轻产物。优选该较轻产物基本上不含烯烃单体，这表明转化率高。在一个实施方式中，工艺参数经过选择而使烯烃单体的单程转化率为至少96％，由此较轻产物主要包含二聚体和仅少量烯烃单体。由于单体在催化转化中完全或几乎完全消耗，因此更容易控制进入反应器的进料，因为单体几乎完全通过新鲜烯烃单体进料加入进料中，并且可能仅少量单体存在于所再循环的二聚体进料中。如果较轻产物含有溶解气体，则它们能够通过本领域已知的方法与较轻产物分离开。
在一个实施方式中，较轻产物不包含烯烃三聚体。烯烃三聚体的分离能够通过蒸馏参数进行控制。在本工艺方法中，烯烃三聚体在蒸馏期间富集于底部产物中并且将它们从该工艺过程中除去。因此，该再循环进料含有烯烃二聚体，而同时烯烃三聚体优选不以任何显著量存在于再循环进料中。
在一个实施方式中，基于底部产物的总重量，底部产物包含小于15wt％的烯烃四聚体和可选的至少80wt％的烯烃三聚体。在一个实施方式中，基于该底部产物的总重量，所述底部产物包含小于12wt％的烯烃四聚体和可选的至少80wt％的烯烃三聚体。除了80wt％，底部产物中烯烃三聚体的量也可以是至少85wt％或至少88wt％。
在一个实施方式中，烯烃单体的单程转化率为至少60％、至少70％、至少80％、至少90％、至少95％或至少96％，并且可选地烯烃三聚体生产的选择性为至少85％或至少90％，以烯烃单体的重量百分比表示。
在本发明的上下文中，术语稀释剂是指任何惰性试剂，或在本工艺方法中的反应性低于烯烃的试剂。因此向反应器中加入稀释剂会降低反应器中烯烃的浓度，通过选择合适的稀释剂用量，能够控制该工艺过程中烯烃的催化转化的速率。
在一个实施方式中，该再循环进料可以作为侧再循环流股从第一蒸馏塔的一侧取出。在一个实施方式中，该再循环进料包含烯烃单体和烯烃二聚体。在另一个实施方式中，该再循环进料包含烯烃二聚体。因此排出该侧再循环流股的位置可以进行选择，而使二聚体至少部分从蒸馏塔中除去，而同时该再循环进料不包含大量的较重和较轻化合物。
在图4的实施方式中，含单体的产物和含二聚体的较轻产物能够在进入反应器之前与新鲜烯烃流股混合。该再循环进料的量和新鲜烯烃的量可以进行控制，而使进入反应器的进料中烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率保持于所需水平。可选的二聚体进料管线430还能够用于将二聚体进料到反应器中，从而实现对该工艺过程的更多控制。
本文所述的实施方式适用于由烯烃单体选择性生产三聚体，并且它们允许控制烯烃进料和调节剂，而使催化反应的选择性促进烯烃三聚体的形成。
该调节剂用于略微抑制反应速率并确保延长催化剂寿命。合适的调节剂用量是目标主要产物特异性的，技术人员能够通过分析反应产物和工艺条件而进行选择。对于烯烃三聚体的生产，有利的量比在烯烃二聚体的生产中使用的要少得多。调节剂能够与含有烯烃单体的再循环进料一起从蒸馏塔再循环回到反应器中。
令人惊讶的是，本发明人发现，与异辛烯生产不同，单独的溶剂在优化用于生产烯烃三聚体的本工艺方法中并非必须的。因此，在一个实施方式中，本工艺方法在没有附加溶剂的情况下进行。在一个实施方式中，进料到反应器中的烯烃进料包含异丁烯和在进料通过反应器后回收的再循环烯烃(主要是异辛烯)。本工艺方法是有利的，因为在优选的实施方式中它能够不使用稀释剂进行。主要为烯烃二聚体生产设计的现有工艺方法需要使用稀释剂，这尤其是在使用高纯度和高浓度的进料时使得该工艺不经济。有利的是，通过本工艺方法中烯烃单体的高转化率，惰性物质的去除不会导致未反应的烯烃单体的显著损耗，这提高了该工艺方法的效率，并改进了惰性物质的去除。
除了使用单反应器单元外，反应器单元能够调整尺寸并分布到单独的容器中。通过增加反应器容器和反应器床的数量，反应条件更容易控制，而因此能够实现几乎完全的烯烃单体，如异丁烯，单程转化。当使用多个反应器单元时，绝热温升的热控制也更容易。
在一个实施方式中，该反应器单元由布置为串联反应器或并联反应器或其组合的多个反应容器组成。
在一个实施方式中，该反应器包括多于一个反应器容器，如两个、三个、四个或五个反应器容器，每个反应器容器具有至少一个反应器床。使用多于一个反应器容器是有利的，因为它允许更细节性地控制温度，并进一步允许控制每个单独反应器容器中调节剂和催化剂的量。在反应器容器之间，进料的温度能够由可冷却或加热进料的温度控制单元进行控制。在一个实施方式中，反应条件如温度和压力在每个反应器容器中基本相同。
当多个反应器容器用作反应器单元代替单反应器容器时，每个反应器容器包含二聚催化剂，优选酸性离子交换树脂催化剂。优选在每个反应器容器中使用相同的催化剂。优选催化剂的量在第一反应器容器中保持较低，并且该量在工艺过程下游方向的后续反应器容器中增加。通过限制第一反应器容器中催化剂的量，例如，温度更容易控制，而反应条件更容易保持于选定的范围内。例如，当使用多个反应器容器并且烯烃流股在反应器容器之间冷却时，能够使烯烃保持液相，并且烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率更容易保持于所需水平。优选的是，除了进入第一反应器容器的反应器进料之外，在该工艺过程期间没有进一步的烯烃进料到随后的反应器容器中，即随着混合物流过该反应器容器，进料的烯烃混合物不补充有进一步的烯烃。当多个反应器容器与每个反应器容器中的单个反应器床一起使用时，反应器容器中催化剂的量可以增加。在多反应器构造中，上游反应器容器比下游反应器容器装有更多的催化剂。在一个实施方式中，多反应器构造包括3或4个反应器容器。
在包含多个反应器容器的反应器单元中，反应器容器的体积可以在下游方向上从第一个反应器容器到随后的一个或多个反应器容器而增加。在一个实施方式中，第一和第二反应器容器的体积基本相同。在另一个实施方式中，第三和第四反应器容器的体积基本相同。在还有的另一个实施方式中，第三和第四反应器容器的体积彼此基本相同，但它们的体积大于第一或第二反应器容器的体积，其中第一和第二反应器容器可以具有基本相同的体积。
在一个实施方式中，含氧调节剂或调节剂是含氧化合物(oxygenate，氧合物)，如除盐水(去离子水)或叔丁醇(TBA)。可替代地或另外，该调节剂包含由于水与烯烃之间的反应而在反应器内部生成的醇。因此，例如，2-丁醇可以由反应器内的异丁烯形成。
在烯烃流股通过反应器单元后，所得反应器出口流股被引导至蒸馏塔，这会将未反应的烯烃(主要是异辛烯)和调节剂组分作为较轻产物与作为底部产物排出的烯烃三聚体分离开。在主要由烯烃二聚体组成的较轻产物中，烯烃单体可以作为少数物质存在。由于单体在催化转化中几乎完全消耗，因此更容易控制反应器内的进料组成，因为单体仅通过新鲜烯烃单体进料进行添加。如果较轻产物含有溶解气体，则它们能够通过已知的方法从较轻产物中分离出来。
调节剂可以与较轻组分一起在该再循环反应器回路中进行再循环，并进行补充以将其量保持于基本恒定的水平。调节剂优选以超过新鲜烯烃进料或再循环进料中可能存在的水量的量进行使用，其也能够用作含氧化合物的来源，但在本发明中仅有其是不够的。通过将调节剂与进入反应器的进料如包含新鲜烯烃单体的反应器进料进行混合，能够将该调节剂进料到反应器中。可替代地，该调节剂能够在与新鲜烯烃单体混合之前与再循环烯烃二聚体流股进行混合。在本工艺方法中使用所添加的调节剂是有利的，因为它改进了三聚体生产的选择性。
在蒸馏期间分离出的至少一部分烯烃二聚体能够再循环回到反应器中。可替代地或另外，烯烃二聚体的外部来源，优选异辛烯，会与烯烃单体一起进料到反应器中。
在一个实施方式中，反应器出口流股进行蒸馏而分离出再循环回到反应器中的烯烃二聚体。
在一个实施方式中，在反应器中未反应的组分在蒸馏塔中作为馏出物分离出来。蒸馏出的组分能够从该工艺过程中去除或再循环回到反应器中。
在一个实施方式中，本工艺方法是连续工艺方法。有利的是，本工艺方法允许运行该工艺过程很长一段时间，甚至数月，而无需为了维护而中断该工艺过程。现有技术的工艺方法使用了实验室规模的批量工艺方法，由于不稳定问题，这些工艺方法不适合工业规模用途。具体而言，当使用多个反应器容器时，该三聚工艺过程在本工艺方法中得到有效控制，并且该连续工艺过程能够运行很长时间。
术语二聚催化剂或催化剂是指催化烯烃单体二聚为烯烃二聚体，以及烯烃二聚体与烯烃单体之间加成反应而提供烯烃三聚体的催化剂。在本工艺方法的一个实施方式中，进入反应器的大部分进料包含烯烃二聚体并且烯烃单体的量保持相当低。因此，在本发明中反应器的条件经过选择而使二聚催化剂催化反应，其中在反应器中形成的烯烃二聚体优选与烯烃单体反应，从而形成烯烃三聚体。
在一个优选的实施方式中，反应器含有单一催化剂。优选该反应器不包含两种不同的催化剂，其中第一催化剂专用于两种单体之间的二聚反应而不催化单体和二聚体之间的反应，而第二催化剂专用于单体和二聚体之间的反应，而不催化两个单体之间的二聚反应。因此，与使用多种催化剂的现有系统相比，本工艺方法具有更简单的优点。
在一个实施方式中，水不会从反应器或从蒸馏塔获得的较轻产物中除去。
在一个实施方式中，该催化反应在其中烯烃保持液相并且可选地其中调节剂也保持液相的操作条件下进行。优选至少反应器的温度和压力进行选择而使烯烃在反应器中处于液相。至少将烯烃保持于液相的优点在于，与包含气态烯烃的工艺方法相比，反应器的控制可能更容易实现。
在一个实施方式中，新鲜烯烃单体进料到反应器中，并且新鲜烯烃单体包含具有四个碳原子的烯烃，优选异丁烯。
在一个实施方式中，通过在将组合进料进料到反应器中之前将再循环进料与新鲜烯烃单体进行混合，而将烯烃二聚体再循环到反应器中。在一个实施方式中，在合并的混合物进入反应器之前，将烯烃二聚体与反应器进料进行混合。将烯烃二聚体与反应器进料进行混合是有利的，因为它确保在与第一催化剂接触之前有效混合。此外，能够消散两种进料温度的潜在差异。
在一个实施方式中，该再循环进料包含至少95wt％的烯烃二聚体。
在一个实施方式中，该再循环包含小于5wt％、优选小于3wt％、2wt％或1wt％的烯烃三聚体。将再循环进料中烯烃三聚体的量保持于低水平会进一步改善对于烯烃三聚体生产的工艺方法的选择性并防止生成具有多于三个单体单元的烯烃低聚物。
在优选的实施方式中，该反应器进料中烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率为至少约1:50、1:40、1:30、1:20、1:15、1:14、1:13、1:12、1:11、1:10、1:9、1:8、1:7、1:6、1:5、1:4、1:3或1:2。在更优选的实施方式中，表示为进入反应器的进料中烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率的质量进料比率选自1:8-1:15或1:8-1:10的范围。以上述指定的量使用过量的烯烃二聚体会将催化反应导向形成烯烃三聚体而不显著降低单体的转化率。
在一个实施方式中，烯烃三聚体生产的选择性为至少约85％，优选约90％，以基于烯烃单体的wt％表示。取决于工艺条件，甚至能够达到约99％的选择性。至少85％的选择性意味着当形成烯烃二聚体和烯烃三聚体时，至少85％的烯烃单体用于该催化转化中。
在一个实施方式中，烯烃单体的单程转化率为至少60％、至少70％、至少80％、至少90％、至少95％或至少96％。
在一个实施方式中，二聚催化剂是酸催化剂，优选强酸性离子交换树脂催化剂，最优选大孔网状酸性离子交换树脂催化剂。
在一个实施方式中，该催化剂是固体。
在一个实施方式中，该催化剂催化两种烯烃单体的二聚反应，以及烯烃单体和烯烃二聚体的加成反应。
有利的是，本工艺方法使用催化剂和调节剂改进三聚体形成工艺方法的选择性。以前据假设，调节剂如叔丁醇或醇类仅促进二聚体形成，并且反应器中水的存在会导致醇类或醚类的形成，从而抑制三聚体和低聚物形成。因此，极性化合物如醇类或醚类已在进入反应器中之前预先从烯烃原料中去除。
在一个实施方式中，该调节剂包括水、除盐水、醇、叔丁醇或其任何组合。
在一个实施方式中，调节剂的量选自反应器总进料的0.01wt％-0.5wt％，优选0.1wt％-0.4wt％，更优选0.2wt％-0.3wt％的范围。反应器的总进料包括进料到反应器中的所有进料。
在一个实施方式中，反应器内部的温度选自40-140℃的范围，优选选自50-130℃的范围，更优选选自60-120℃的范围。
在一个优选的实施方式中，该反应器内的压力选自15-35bar的范围，更优选20-30bar的范围。
在一个优选的实施方式中，该反应器在50-130℃和15-35bar、50-130℃和20-30bar、60-120℃和15-35bar或60-120℃和20-30bar下操作。优选反应器的操作条件经过选择而使烯烃单体和烯烃二聚体在反应器中处于液相。在一个实施方式中，进料通过反应器的停留时间为0.25-2 1/h，表示为重量时空速度(WHSV)，优选0.25-0.4 1/h。
重量时空速度(WHSV)定义为每小时每单位重量干燥催化剂流过的新鲜进料的重量。
在一个实施方式中，该蒸馏在选自1.8-2bar范围内的压力和250℃的Tmax下进行。
在一个实施方式中，该工艺方法还包括从由蒸馏塔获得的至少一种进料中回收热量。
在该工艺方法的一个实施方式中，所回收的热量用于在反应器出口流股进入蒸馏塔之前对其进行加热。在另一个实施方式中，该热量用于在反应器进料进入反应器之前对其进行加热。
在一个实施方式中，该蒸馏塔是不包含催化材料或反应区的非反应性蒸馏塔，并且其中烯烃不发生显著的化学反应。因此，非反应性蒸馏塔有别于，例如，具有反应区或催化区的反应蒸馏塔，这种反应性蒸馏塔会对进料组分，具体而言，烯烃单体或烯烃二聚体或烯烃三聚体进行化学转化。
在一个实施方式中，蒸馏通过使用两个串联的蒸馏塔而进行。当使用具有沸点可能低于烯烃二聚体沸点的组分或包含沸点低于烯烃二聚体沸点的惰性物质的混合进料时，该实施方式可能是特别有利的。因此，惰性物质能够通过使用双蒸馏塔构造而有效去除，并且能够避免其富集。
当使用双蒸馏塔时，在第一蒸馏塔中除去轻质惰性物质，并可选地将烯烃单体、稀释剂和调节剂中的之一分离出来并再循环回到反应器中，而烯烃二聚体和可选的较重化合物作为中间底部产物被移出并送入第二蒸馏塔中，该塔则分离出烯烃二聚体、稀释剂和调节剂中的至少之一而再循环回到反应器中，并且烯烃三聚体和可选的较重化合物作为底部产物进行回收。在双蒸馏塔工艺过程中，烯烃二聚体可以可选地从第二蒸馏塔的再循环进料中回收。
在一个实施方式中，该化学反应在单反应器中进行。在该实施方式中，再循环的烯烃二聚体导入同一反应器，在该反应器中烯烃单体通过二聚催化剂进行二聚。
从蒸馏塔获得的烯烃三聚体含有通过将三种烯烃单体聚合至一起而形成的烯烃聚合物。在一个实施方式中，形成三聚体的烯烃单体组分可以是化学上相同的烯烃单体，如某种类型的C4烯烃，比如异丁烯，或该三聚体可以包含至少一种具有不同碳原子数的较轻或较重的烯烃单体组分，或具有相同碳原子数但双键数和/或异构化度不同的烯烃单体。
在一个实施方式中，该反应器不是滴流床反应器(trickle bed reactor)。
在一个实施方式中，在与进行蒸馏的单元不同的单元中进行该催化反应。因此，在一种实施方式中，不在催化蒸馏塔中进行反应。
在一个实施方式中，该蒸馏塔在不发生烯烃二聚或低聚的环境中操作。
在一个实施方式中，本工艺方法在无添加的附加溶剂和/或无添加的另外的惰性试剂的情况下进行。对于本工艺方法有利的是，二聚体本身可以用作控制化学转化速率的试剂。此外，调节剂能够再循环到反应器中以控制反应器中的催化转化速率。
图3和图4中提供了适合进行第一方面的工艺方法的生产单元100的实施方式。
该生产单元可选地包含热回收单元、传热单元和/或加热器单元。
加热器单元可以排布于生产单元中，而使它加热以下中的至少一个：反应器进料管线，在其进入蒸馏塔之前的反应器出口流股管线，和蒸馏塔再沸器。
当使用多个反应器容器时，能够在反应器容器之间排布热回收单元或冷却器单元。从由一个反应器容器移动到下一个反应器容器的进料中回收的热量能够优选用于生产单元的加热器单元中以提高该工艺方法的经济性。
在生产单元的一个实施方式中，该反应器包括多个反应器容器，其中每个下游反应器单元比在前的上游反应器容器装有更大量的酸催化剂。
在生产单元的一个实施方式中，还包括至少一个热交换单元，该热交换单元构造成从含有烯烃三聚体的底部产物回收热量并且在反应器出口流股进入第一蒸馏塔之前使用它对反应器出口流股进行加热。
在一个实施方式中，该生产还包含：第一再循环管线，构造成将烯烃单体、稀释剂和改性剂中的至少之一通过第一再循环管线再循环到至少一个反应器中，和第二再循环管线，构造成将烯烃二聚体再循环到该至少一个反应器单元中。
实施例
提供以下实施例以更好地举例说明要求保护的本发明，而并不应该解释为限制本发明的范围，本发明的范围由权利要求书确定。所提及的具体材料的程度上而言，它仅为举例说明之用，并非用于限制本发明。本领域技术人员可以在不行使发明能力和不脱离本发明范围的情况下开发出等效手段或反应物。应当理解的是，可以对本文描述的步骤作出许多变化，而同时仍保持于本发明的范围内。
本工艺方法的一个示例性实施方式通过运行采用异丁烯的工艺过程而进行实施：再循环进料比率＝0.12，反应器部分的总进料中调节剂TBA含量为0.37wt％。有三个串联的反应器，每个反应器的出口温度为90℃。催化剂是酸性离子交换树脂(5.2mmol酸当量/g)。
结果：底部产物组成：基于该底部产物的总重量，二聚体为0.0％、三聚体为89.2％、四聚体为10.8％。该结果如图1中所示。
在与上述类似实验条件的比较实施例中，反应区段以采用相同异丁烯进料和异丁烷溶剂(50wt％)以及类似的调节剂TBA含量的单程方式运行。
结果：底部产物组成：以该底部产物的总重量计，二聚体为68％，三聚体为23％，四聚体为9％。分析结果如图2所示。
尽管通过降低进料中的调节剂TBA的剂量能够进一步最小化单程操作中的二聚体含量，但四聚体的量会同时升高，而最终甚至会出现更高级低聚物。因此，显著的三聚体选择性需要具有本公开中描述的特性的工艺过程构造，和适当剂量的调节剂。
前面已经举例说明了本发明的不同示例性实施方式。该实施方式仅用于解释实施本发明时可以利用的选定方面或步骤。一些实施方式可以仅在参考本发明的某个方面的情况下呈现于本文中。应当理解的是，该实施方式也可以应用于本发明的其他方面。因此，可以构成实施方式和方面的任何合适组合。在不采用公开于一个方面、一个实施方式或一个实施例中的至少一个非本质特征的情况下，也可以作出如本文公开的方面或实施方式的任何组合。

Claims (19)

1.一种生产烯烃三聚体的方法，包括：
将以下物料进料到装有二聚催化剂的反应器中：烯烃单体进料和至少一种含氧调节剂；
在选自40-140℃范围的温度和选自10-40巴范围的压力下操作所述反应器以进行烯烃单体与烯烃单体之间的催化二聚反应以及烯烃单体与烯烃二聚体之间的加成反应；
从所述反应器中取出反应器出口流股；和
对所述反应器出口流股进行蒸馏以分离包含烯烃二聚体的至少一种轻质产物和包含烯烃三聚体的重质底部产物；其中
将至少一部分所述轻质产物再循环到所述反应器中以提供再循环进料，
将烯烃单体主要作为新鲜烯烃单体进料进料到所述反应器中，
控制进料到所述反应器中的新鲜烯烃单体进料和再循环进料的量，使得进入所述反应器中的烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率选自1:8-1:15的范围，
并且其中在烯烃保持液相的操作条件下进行催化反应。
2.根据权利要求1所述的方法，其中将新鲜烯烃单体进料到所述反应器中，并且所述新鲜烯烃单体包含具有四个碳原子的烯烃，优选异丁烯。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中所述烯烃单体进料包含以下中的至少一种：C4烯烃、C5烯烃、C4烯烃和C5烯烃的混合进料、异丁烯、1-丁烯、顺-2-丁烯、反-2-丁烯；和可选的惰性物质、正丁烷、异丁烷、丁二烯、蒸馏馏分或其任何混合物。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中在将组合的进料进料到所述反应器中之前通过将所述再循环进料与新鲜烯烃单体混合而将烯烃二聚体再循环到所述反应器中。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中烯烃单体与烯烃二聚体的质量比率选自1:8-1:10的范围。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，其中基于烯烃单体表示为wt％，烯烃三聚体生产的选择性为至少85％，优选至少90％。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中烯烃单体的单程转化率为至少60％、至少70％、至少80％、至少90％、至少95％或至少96％。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中所述二聚催化剂是酸催化剂，优选强酸性离子交换树脂催化剂，最优选大孔网状酸性离子交换树脂催化剂。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中所述调节剂包括水、除盐水、醇、叔丁醇或其任意组合。
10.根据权利要求9所述的方法，其中所述调节剂的量选自所述反应器总进料的0.01wt％-0.5wt％的范围，优选0.1wt％-0.4wt％的范围，更优选0.2wt％-0.3wt％的范围。
11.根据权利要求1-10中任一项所述的方法，其中所述反应器的操作温度选自50-130℃的范围，更优选选自60-120℃的范围。
12.根据权利要求1-11中任一项所述的方法，其中所述反应器的操作压力选自15-35巴的范围，更优选选自20-30巴的范围。
13.根据权利要求1-12中任一项所述的方法，其中表示为重时空速WHSV，进料通过反应器的停留时间为0.25-2 1/h，优选0.25-0.4 1/h。
14.根据权利要求1-13中任一项所述的方法，其中在选自1.8-2巴范围内的压力和250℃的Tmax下进行所述蒸馏。
15.根据权利要求1-14中任一项所述的方法，其中所述再循环进料包含至少95wt％的烯烃二聚体。
16.一种构造成实施权利要求1-15中任一项所述的方法的生产单元，包括：
a.至少一个反应器单元，构造成接收酸催化剂；
b.至少一个蒸馏塔，构造成从异十二烯中分离异辛烯；
c.至少一个反应器进料管线，与所述反应器单元和烯烃单体的储存器流体连通；
d.至少一个反应器出口流股管线，与所述反应器单元和所述蒸馏塔流体连通；
e.至少一个再循环管线，与所述蒸馏塔和所述反应器单元流体连通；和
f.底部产物管线，与所述蒸馏塔和底部产物储存器流体连通。
17.根据权利要求16所述的生产单元，其中所述反应器单元包括多个反应器容器，并且其中每个下游反应器容器比先前的上游反应器容器装有更大量的酸催化剂。
18.根据权利要求17所述的生产单元，还包括至少一个热交换单元，所述热交换单元构造成从来自所述蒸馏塔的至少一条管线中回收热量。
19.根据权利要求16-18中任一项所述的生产单元，包括：第一再循环管线，构造成通过第一再循环管线将烯烃单体、稀释剂和改性剂中的至少一种再循环到至少一个所述反应器中，和第二再循环管线，构造成将烯烃二聚体再循环至至少一个所述反应器单元中。
CN202111295385.5A 2020-11-12 2021-11-03 生产烯烃三聚体的方法及生产单元 Pending CN114478155A (zh)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
FI20206143A FI130239B (fi) 2020-11-12 2020-11-12 Olefiinien trimerisaatio
FI20206143 2020-11-12

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN114478155A true CN114478155A (zh) 2022-05-13

Family

ID=78536132

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202111295385.5A Pending CN114478155A (zh) 2020-11-12 2021-11-03 生产烯烃三聚体的方法及生产单元

Country Status (12)

Country Link
US (1) US11535577B2 (zh)
EP (1) EP4001248B1 (zh)
JP (1) JP2022084537A (zh)
KR (1) KR20220064903A (zh)
CN (1) CN114478155A (zh)
BR (1) BR102021022803A2 (zh)
CA (1) CA3137511C (zh)
ES (1) ES2948668T3 (zh)
FI (2) FI130239B (zh)
MX (1) MX2021013637A (zh)
PL (1) PL4001248T3 (zh)
PT (1) PT4001248T (zh)

Family Cites Families (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4100220A (en) 1977-06-27 1978-07-11 Petro-Tex Chemical Corporation Dimerization of isobutene
FR2547830B1 (fr) 1983-06-22 1988-04-08 Inst Francais Du Petrole Procede de production de supercarburant par polymerisation des coupes c4
FI106955B (fi) * 1998-10-16 2001-05-15 Fortum Oil & Gas Oy Menetelmä iso-oktaanin valmistamiseksi isobuteenipitoisesta hiilivetysyötöstä
EP1388528B1 (de) 2002-08-06 2015-04-08 Evonik Degussa GmbH Verfahren zur Oligomerisierung von Isobuten in n-Buten-haltigen Kohlenwasserstoffströmen
DE10302457B3 (de) 2003-01-23 2004-10-07 Oxeno Olefinchemie Gmbh Verfahren zur Herstellung von Butenoligomeren und tert.-Butylethern aus Isobuten-haltigen C4-Strömen
US7329788B2 (en) * 2003-12-22 2008-02-12 Neste Oil Oyj Process for producing gasoline components
CN101277914B (zh) 2005-09-30 2012-07-04 埃克森美孚化学专利公司 低聚反应
KR100784118B1 (ko) * 2006-02-09 2007-12-12 한국화학연구원 올레핀의 삼량체 제조방법 및 그를 이용한고비점알킬레이트 제조 방법
US8853483B2 (en) 2008-12-02 2014-10-07 Catalytic Distillation Technologies Oligomerization process
US9394212B2 (en) 2010-06-15 2016-07-19 Basf Se Process for the cooligomerization of olefins
FI20106312A (fi) 2010-12-10 2012-06-11 Neste Oil Oyj Menetelmä keskitislekomponenttien valmistamiseksi bensiinikomponenteista
CN104591961B (zh) 2013-11-01 2016-08-17 中国石油化工股份有限公司 一种低碳烯烃水合工艺
EP2949636B1 (en) * 2014-05-31 2018-05-09 Indian Oil Corporation Limited Process for simultaneous production of alcohols and oligomer product from hydrocarbon feed stock
CN109761739B (zh) 2019-03-15 2023-10-03 丹东明珠特种树脂有限公司 由碳四叠合油获得三聚异丁烯制备方法

Also Published As

Publication number Publication date
JP2022084537A (ja) 2022-06-07
FI20206143A1 (en) 2022-05-13
CA3137511C (en) 2023-11-07
US20220144723A1 (en) 2022-05-12
MX2021013637A (es) 2022-05-13
FI4001248T3 (fi) 2023-05-16
EP4001248B1 (en) 2023-03-29
CA3137511A1 (en) 2022-05-12
KR20220064903A (ko) 2022-05-19
BR102021022803A2 (pt) 2023-01-17
EP4001248A1 (en) 2022-05-25
US11535577B2 (en) 2022-12-27
PT4001248T (pt) 2023-05-18
FI130239B (fi) 2023-05-04
PL4001248T3 (pl) 2023-07-31
ES2948668T3 (es) 2023-09-15

Similar Documents

Publication Publication Date Title
JP5037007B2 (ja) 単一分留カラムによる多段階オリゴマー化工法および装置
US7026519B2 (en) Obtaining tert-butanol
US4343957A (en) Process for the production of cumene
US4367356A (en) Process for the production of gasoline from C4 hydrocarbons
JP2009511473A (ja) 選択的なオレフィンオリゴマー化
US11535577B2 (en) Olefin trimerization
CN113636903B (zh) 一种异丁烯齐聚制备三异丁烯的方法
FI130595B (en) Process for the production of olefin trimers and tetramers
US2787648A (en) Alkylation of aromatic hydrocarbons
CN216472988U (zh) 高效脱除异丁烯之高纯度mtbe制备系统
RU2021132281A (ru) Тримеризация олефинов
JPH0136447B2 (zh)
KR0127863B1 (ko) 고순도 디이소부텐의 제조방법
JPH0257525B2 (zh)
JPS5827249B2 (ja) フツカスイソアルキルカホウ
JPS6348249B2 (zh)
SE176552C1 (zh)

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination