CN1162387C - 异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种异烯烃(叔烯烃)和/或叔烷基醚的生产工艺。本发明在将含有异烯烃的混合烃和醇反应所得的叔烷基醚产品进行分离时，采用在单一分馏塔的提馏段内侧线采出符合裂解要求的高纯度叔烷基醚产品，这样在制备叔烷基醚和/或异烯烃时，可节省设备费用和能耗；本发明还采用分离出的低分子量的醚轻馏分循环至醚合成反应器，抑制醚化反应中的副反应生成，提高该系统醇的利用率；本发明还将现有技术所用的水洗塔改为静态混合器和分离罐，以进一步节省设备费用，节省占地面积，简化操作。

Description

异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺

本发明涉及异烯烃(叔烯烃)和/或叔烷基醚的生产工艺，特别是通过至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇反应制备高纯度叔烷基醚的工艺或通过至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇反应制备高纯度叔烷基醚、再通过裂解叔烷基醚制备异烯烃的工艺。

叔烷基醚、异烯烃是精细化工的重要原料，也是合成橡胶、合成树脂的重要中间原料或单体，如甲基叔丁基醚(MTBE)既是制高纯度异烯烃的原料，又是提高燃料辛烷值的重要添加剂；高纯度异丁烯被广泛应用于生产丁基橡胶、聚异丁烯以及甲基丙烯酸甲酯等多种化工产品。

叔烷基醚用于制高纯度异烃烯原料时，裂解工艺对叔烷基醚的纯度有一定的要求，如裂解原料中异烯烃的低聚物等较重组分含量较多时，会影响裂解催化剂的活性，同时裂解原料中其它烃馏分(特别是其它烯烃)含量较多时，会影响裂解得到的异烯烃的纯度。以甲基叔丁醚裂解生产高纯度异烯烃为例，其对裂解原料的组分含量要求参见表1。

               表1

化学名称	简称	wt％
			甲基叔丁基醚	MTBE	＞99
甲基仲丁基醚	MSBE	＜0.5
			混合碳四烃	C4	＜0.05
甲醇	MeOH	＜0.2
			叔丁醇	TBA	＜0.5
二聚异丁烯	DIB	＜0.1
			水	H2O	无游离水

CN1153164A公开了一种制备化工型甲基叔丁基醚(MTBE)的工艺方法，该发明是一种由混合C₄烃中的异丁烯与甲醇反应制备化工型甲基叔丁基醚的工艺方法，其特点是反应生成的甲基叔丁基醚先经过共沸蒸馏塔，从共沸蒸馏塔塔釜出来的粗MTBE送往产品精制塔，从塔顶、塔底脱除轻重组分，从精馏段侧线液相采出化工型精甲基叔丁基醚即高纯度甲基叔丁基醚。其缺点是从反应器得到的MTBE需经过共沸蒸馏塔和产品精馏塔两次分馏后才能得到符合裂解要求的高纯度甲基叔丁基醚。

采用叔烷基醚合成与裂解联合制高纯度异烯烃，具有反应选择性高，不存在污染和腐蚀等优点。法国石油研究院(IFP)、意大利的Snamprogetti等公司均对此进行过研究，并申请了很多专利。US 5,994,594(1999，11，30)提供了一种叔烷基醚合成与裂解制高纯度异烯烃的联合工艺，与传统工艺相比该工艺做了一些改进，但仍存在一些不足：该发明在证明其工艺的可行性时，其纯化部分的条件(即实施例的纯化部分)采取用软件计算的方法，采取的均是最简单、最理想的情况，而实际情况要复杂的多，比如为简化计算，该工艺中醚化反应器后的第一分馏塔塔底馏分一MTBE按100％计算，而实际上，醚化反应产品经一个分馏塔后的塔底馏分主要含有叔烷基醚、仲烷基醚和二聚异烯烃等较重组分，该塔底馏分中的叔烷基醚及重组分含量不能满足裂解工艺的要求，因此，不能直接进入醚裂解反应区。该发明一个优选的实施方案采用增加一个分馏塔提纯叔烷基醚，使其满足裂解要求，但无形中增加了设备费用，同时，由于叔烷基醚在该分馏塔中须经过汽化提纯，这样大大增加了该系统的能耗。此外，在催化剂使用中后期，醚化反应产物中的副产物低分子醚含量逐渐增高，即醇的选择性逐渐下降，影响了醇的利用率。另外，该专利仍采用传统的水洗塔除去醚化反应后物料中的醇，从改善操作复杂程度，节省占地面积，节省设备费用等方面考虑，也有待进一步改进。

本发明的目的在于提供一种改进的叔烷基醚的生产工艺，采用该工艺可抑制副产物的生成、提高醇的选择性、降低设备费用和能耗、节省占地面积、简化操作。

本发明的另一个目的在于提供一种改进的叔烷基醚和异烯烃联合生产工艺，采用该工艺可抑制副产物的生成、提高醇的选择性、降低设备费用和能耗、节省占地面积、简化操作。

为达到上述目的，本发明在将含有异烯烃的混合烃和醇反应所得的叔烷基醚产品进行分离时，采用在单一分馏塔的提馏段内侧线采出符合裂解要求的高纯度异叔烷基醚产品，这样在制备叔烷基醚和/或异烯烃时，可节省设备费用和能耗；本发明还可将现有技术所用的水洗塔改为静态混合器和分离罐，以进一步节省设备费用。本发明还采用将分离出的低分子量的醚轻馏分循环至醚化反应区，抑制副反应，尤其是在催化剂使用中后期，使醇保持较高的选择性，提高整个系统醇的利用率。

本发明提供了一种异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区R1，以制得至少含一种叔烷基醚的产品P1；

(2)将工序1得到的至少一部分产品P1送入醇水洗分离区L1，以获得含水、醇的塔底水相B1和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1；

(3)将工序2得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1送入分馏塔C1，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2、高纯度叔烷基醚的有机馏分B2和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3；

其中工序3所得的高纯度叔烷基醚馏分B2从分馏塔C1的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内，侧线采出口至少为一个，优选侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置；主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3从该塔塔底排出。

本发明还提供了一种异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区R1，以制得至少含一种叔烷基醚的产品P1；

(2)将工序1得到的至少一部分产品P1送入醇水洗分离区L1，以获得含水、醇的塔底水相B1和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1；

(3)将工序2得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1送入分馏塔C1，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2、高纯度叔烷基醚的有机馏分B2和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3；

(4)将工序3得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的有机馏分B2送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R2，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品P2；

(5)将工序4得到的产品P2送入分馏塔C2，以获得主要含工序4所得到的大部分异烯烃、少量醇、少量低分子量醚的轻组分馏分O3和主要含醇、未裂解叔烷基醚的馏分B4；

其中工序3所得的高纯度叔烷基醚馏分B2从分馏塔C1的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内，侧线采出口至少为一个，优选侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置；主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3从该塔塔底排出。

本发明还提供了一种制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区R1，以制得至少含一种叔烷基醚的产品P1；

(2)将工序1得到的至少一部分产品P1送入醇水洗分离区L1，以获得含水、醇的塔底水相B1和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1；

(3)将工序2得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1送入分馏塔C1，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2、高纯度叔烷基醚的有机馏分B2和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3；

(4)将工序3得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的有机馏分B2送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R2，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品P2，之后进行工序6；

(6)将工序4得到的产品P2送入醇水洗分离区L2，以得到主要含水、醇的水相B5和主要含有异烯烃、未裂解叔烷基醚、少量低分子量醚轻组分的有机相O4a，之后进行工序5；

(5)将工序6得到至少一部分有机相O4a送入分馏塔C2，以获得主要含工序4所得到的大部分异烯烃、少量低分子量醚的轻组分馏分O3a和未裂解叔烷基醚的馏分B4a；

其中工序3所得的高纯度叔烷基醚馏分B2从分馏塔C1的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内，侧线采出口至少为一个，优选侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置；主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3从该塔塔底排出。

本发明的烃物料含至少一种异烯烃(叔烯烃)、还含有其它饱和或不饱和烃等组分，如来自炼油或石油化工的C₄和/或C₅物料、C₄和/或C₅蒸汽裂解物料(通常为萃取二烯后的物料)、来自异构化的催化裂解物料(氢化异构化和骨架异构化)和石蜡脱氢后的物料均可用作本发明的烃物料；本发明的醇主要是1-4个碳原子的醇，优选甲醇和乙醇。可用本发明的工艺制备的叔烷基醚主要为甲基叔丁基醚(MTBE)、乙基叔丁基醚(ETBE)、乙基戊基醚(ETAE)、叔戊基甲醚(TAME)、异丙基叔丁基醚等，叔丁基醚裂解得到异丁烯，其它叔烷基醚裂解得到的异烯烃为一混合物，如TAME裂解得到2-甲基-2-丁烯和2-甲基-1-丁烯混合物。用本发明的叔烷基醚的合成与裂解联合工艺制得的纯异烯烃为其中一个双键上带支链烷基(甲基)的化合物，这些化合物通常为含4-8个碳原子的异烯烃，优选含4-6个碳原子的异烯烃，如异丁烯和异戊烯、异己烯、异辛烯、异癸烯等。

本发明在将含有异烯烃的混合烃和醇反应所得的叔烷基醚产品进行分离时，采用在单一分馏塔的提馏段内侧线采出符合裂解要求的高纯度叔烷基醚产品；而用已有技术制备符合裂解要求的高纯度叔烷基醚，需用至少两个分馏塔，这样在制备叔烷基醚和/或异烯烃时，可节省设备费用和能耗；此外采用本发明的工艺，可将重组分从叔烷基醚分馏塔的塔底排出，具有排杂功能，可防止重组分在叔烷基醚裂解区的积累，以保证叔烷基醚的合成与裂解联合装置在长时间运转后还能保持异丁烯有很高的收率。

现有技术脱除有机馏分中的醇时，采用水洗塔，而本发明采用静态混合器和分离罐，可以进一步节省设备费用。

本发明还采用将分离出的部分低分子量的醚轻馏分循环至醚化反应区，以抑制副产物低分子量醚的生成，提高醇的选择性(特别在催化剂长时间运转时)。

下面结合附图1～11对本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺作进一步的说明。

附图1～11是本发明异烯烃和/或叔烷基醚生产工艺的流程示意图。附图中的虚线代表可能存在的操作，附图中的主要代号的含意为：

R1-醚化反应区                C1-分馏塔

C2-分馏塔                    L1 醇水洗分离区

Mn-静态混合器                Vn-分离罐

R2-醚裂解反应区              C3-分馏塔

L2 醇水洗分离区              C4-分馏塔

Mm-静态混合器                Vm-分离罐

本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺包括工序1、工序2和工序3(参见附图1)，在工序1中，将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇分别经管线1、2和3送入装有醚化催化剂的醚化反应区R1，得到至少含一种叔烷基醚的产品P1。在工序2中，将由工序1得到至少一部分醚化产品P1经管线4送入醇水洗分离区L1，新鲜水W1经管线5a送入醇水洗分离区L1，得到含水、醇的塔底水相B1和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1。所述的醇水洗分离区L1选用至少一个水洗塔T1或至少一组静态混合器Mn和分离罐Vn。从降低设备费用、节省占地面积、简化操作角度考虑，本发明的醇水洗分离区L1优选静态混合器和分离罐。主要含水、醇的水相B1可送入废水处理厂或进行进一步分离以回收醇；主要含有未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子量醚轻组分的有机相O1可用作有机化工原料或燃料添加剂等、也可进行进一步分离以分离出叔烷基醚产品，优选进行进一步分离。在工序3中，将由工序2得到的至少一部分有机相O1经管线6送入分馏塔C1，得到由该塔塔顶采出的主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2、由该塔侧线采出的高纯度叔烷基醚馏分B2、由塔底排出的主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3。有机馏分O2可用作有机化工原料或液化气等、也可进行进一步分离，优选用作有机化工原料或液化气等；高纯度叔烷基醚馏分B2可用作燃料添加剂、化工原料或用于进一步裂解制异烯烃；馏分B3可用作燃料添加剂等。

为了进一步回收水相中的醇，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1、2和3存在时还包括工序7(参见附图2)，在工序7中，将来自工序2的醇水洗分离区L1得到的至少一部分含醇水相B1经管线7送入醇回收分馏塔C3，以获得贫醇的水馏分B6和富醇馏分O5。至少一部分塔顶得到的富醇馏分O5经管线17、2和3循环至醚化反应区R1，将分馏塔C3的至少一部分(优选大部分)塔底水馏分B6经管线18、18a和5送入醇水洗分离区L1，可将少量的分馏塔C3的塔底水馏分经管线18、18b排出。当醇水洗分离区L1使用回用水(循环水)时，还可经管线5a和5向醇水洗分离区L1补加一部分新鲜水W1。

本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺包括工序1、工序2、工序3、工序4和工序5(参见附图3)，在工序1中，将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇分别经管线1、2和3送入装有醚化催化剂的醚化反应区R1，得到至少含一种叔烷基醚的产品P1。在工序2中，将由工序1得到至少一部分醚化产品P1经管线4送入醇水洗分离区L1，新鲜水W1经管线5a送入醇水洗分离区L1，得到含水、醇的塔底水相B1和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相O1。所述的醇水洗分离区L1选用至少一个水洗塔T1(参见附图8)或至少一组静态混合器Mn和分离罐Vn(参见附图9)。从降低设备费用、节省占地面积、简化操作角度考虑，本发明的醇水洗分离区L1优选静态混合器和分离罐。主要含水、醇的水相B1可送入废水处理厂或进行进一步分离以回收醇；主要含有未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子量醚轻组分的有机相O1可用作有机化工原料或燃料添加剂等、也可进行进一步分离以分离出叔烷基醚产品，优选进行进一步分离。在工序3中，将由工序2得到的至少一部分有机相O1经管线6送入分馏塔C1，得到由该塔塔顶采出的主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分O2、由该塔侧线采出的高纯度叔烷基醚馏分B2、由塔底排出的主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B3。有机馏分O2可用作有机化工原料或液化气等、也可进行进一步分离、还可以部分经管线8、8b和8c送回到醚化反应区R1(可以抑制低分子量醚等副产物生成，提高醇的选择性，参见附图6)，优选用作有机化工原料或液化气等；至少一部分高纯度叔烷基醚馏分B2可通过管线9和9a直接排出，用作燃料添加剂、化工原料；也可用于进一步裂解制异烯烃，优选进行进一步裂解制异烯烃；馏分B3可用作燃料添加剂等。在工序4中，将至少一部分来自工序3的分馏塔C1的高纯度叔丁基醚馏分B2经管线9和9b送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R2，得到含有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P2，将从醚裂解反应区R2中得到的含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品P2送至工序5，在工序5中，将醚裂解产品P2经管线11送入分馏塔C2，得到主要含异烯烃、醇和低分子量醚轻组分的馏分O3和含醇和未裂解叔烷基醚的馏分B4。将至少一部分含醇和未裂解叔烷基醚的馏分B4经管线13、13a和3返回至醚化反应区R1，另一部分B4馏分可经管线13和13b排至醚储罐，可用作燃料添加剂；主要含异烯烃、醇和低分子量醚轻组分的馏分O3可用作化工原料或用于进一步精制。

本发明异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1、2、3、4和5存在时还包括工序6(参见附图4)，在工序6中，将来自工序5的分馏塔C2的至少一部分馏分O3经管线12送入醇水洗分离区L2，将新鲜水经管线14a送入醇水洗分离区L2，得到主要含水、醇的水相B5和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4。所述的醇水洗分离区L2选用至少一个水洗塔T2(参见附图8)或至少一组静态混合器Mm和分离罐Vm(参见附图9)。从降低设备费用、节省占地面积、简化操作角度考虑，本发明的醇水洗分离区优选静态混合器和分离罐。主要含水、醇的水相B5可送入废水处理厂或进行进一步分离以回收醇；主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4可用作有机化工原料或液化气等、也可进行进一步分离以得到较纯的异烯烃。

为了进一步回收水相中的醇，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在醇水洗分离区L1和/或醇水洗分离区L2存在时还包括工序7(参见附图5)，在工序7中，将来自工序2的醇水洗分离区L1得到的至少一部分含醇水相B1经管线7送入醇回收分馏塔C3，和/或将来自工序6的至少一部分含醇水相B5经管线16送入醇回收分馏塔C3，以获得贫醇的水馏分B6和富醇馏分O5。至少一部分(优选大部分)塔顶得到的富醇馏分O5经管线17、2和3循环至醚化反应区R1，将分馏塔C3的至少一部分(优选大部分)塔底水馏分B6经管线18、18a和5送入醇水洗分离区L1和/或经管线18、18a和14送入醇水洗分离区L2，可将少量的分馏塔C3的塔底水馏分经管线18、18b排出。当醇水洗分离区L1和/或醇水洗分离区L2使用回用水(循环水)时，还可经管线5a和5向醇水洗分离区L1补加一部分新鲜水W1和/或通过管线14a、14向醇水洗分离区L2补加一部分新鲜水W2。

为进一步将有机相O4中轻组分和异烯烃分离，以得到高纯度异烯烃，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在醇水洗分离区L2存在时还包括工序8(参见附图6)，在工序8中，将从醇水洗分离区L2得到的至少一部分主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O4经管线15送入工序8的分馏塔C4，得到主要含有低分子醚轻组分馏分O6和高纯度异烯烃馏分B7。高纯度异烯烃B7经管线20排出，可用作聚合原料。主要含有低分子醚轻组分馏分O6可经管线19排出，还可将至少一部分塔顶馏分O6经管线19、19a、8c和3循环至醚化反应区R1，优选循环至醚化反应区R1，可抑制醚化反应区R1中的低分子量醚等副产物生成，提高醇的选择性。

本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺醚裂解后所得的异烯烃纯化还可采用先水洗后分馏的方法(参见附图7)，其与上述的叔烷基醚合成与裂解联合工艺(参见附图3至附图6)的主要区别在于：来自工序4的醚裂解区的醚裂产物P2先进入工序6的醇水洗分离区L2，得到含水、醇的水相B5和含未裂解叔烷基醚、异烯烃、少量低分子醚轻组分的有机相O4a，来自醇水洗分离区L2的有机相O4a进入工序5的分馏塔C2，得到主要含有异烯烃和低分子量醚的馏分O3a和主要含未裂解叔烷基醚的馏分B4a，分馏塔C2塔顶馏分O3a进入分馏塔C4塔，主要含未裂解叔烷基醚的馏分B4a循环至醚裂解反应区R2，其它馏分的流向与上述的叔烷基醚合成与裂解联合工艺相同。

本发明的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺中各工序的操作条件如下所述：在工序1中，至少含有一种异烯烃的混合烯和至少含有一种醇的反应原料进入醚化反应区R1，醚化反应区包括至少一个醚化反应器。已有技术公布的醚化反应器均可用于本发明，如可为单纯的催化反应器，也可为催化蒸馏反应器。醚化催化剂可为已有技术中所公开的任何可用于异烯烃醚化的催化剂，如酸性催化剂(通常为由有机酸酯形成的固体酸催化剂)和矿物酸酯催化剂，本发明优先选用固体酸树酯催化剂如Amberlyst 15或35(该催化剂可从市场上购到)，醚化反应区R1的反应温度范围为30℃～100℃，优选范围为40℃～90℃，压力范围为0.1～4.0MPa，优选压力范围为0.1～2.5MPa，醚化反应区的空速范围为0.01～50hr^-1，优选范围为0.1～10hr^-1。进入该醚化反应区的醇可以是来自醇回收塔C3的回用醇，也可以是新鲜醇，进入该醚化反应区的醇与含有异烯烃的混合烃重量比的范围为0.3～5.0，优选范围为0.5～3.0。

工序2的醇水洗分离区L1操作条件如下：进入该水洗分离区的有机馏分与进入该分离区水的重量比为0.005～20，优选范围在0.01～5之间。该水洗分离区的操作压力为0.1～2.0MPa之间，优选范围为0.1～1.5MPa之间，操作温度为10℃～60℃。

工序3中的分馏塔C1的操作条件如下：分馏塔C1的操作压力范围在0.1～3.0MPa，优选范围是0.5～2.0MPa，该塔的理论板数在3～80之间，优选范围在10～50块之间，该塔的侧线采出位置在该塔提馏段的1/3～2/3之间。

工序4中的醚裂解反应区R1的条件如下：醚裂解反应区R1包括至少一个醚裂解反应器，已有技术公布的醚化反应器均可用于本发明。醚化催化剂可为已有技术中所公开的任何可用于醚裂解的催化剂，最好选用固体酸催化剂，本发明优先选用负载型无机酸盐催化剂，该催化剂是采用GB1173128专利所述方法制成，其酸性物质量一般控制在20％～30％，该醚裂解反应区的反应压力控制在0.1～3.0MPa之间，优选范围在0.1～1.2MPa之间，反应温度在50℃～300℃之间，优选范围在100℃～250℃之间，该醚裂解反应区的空速在0.5～50h^-1之间，优选范围在1～10h^-1之间。

工序5中的分馏塔C2的操作条件如下：操作压力范围在在0.1～1.5MPa，优选范围是0.1～1.0MPa，该塔的理论板数在3～80之间，优选范围在10～50块之间。

工序6的醇水洗分离区L2的操作条件如下：含醇馏分与进入该分离区水重量比为0.005～20，优选范围在0.01～5之间。该水洗分离区的操作压力为0.1～2.0MPa之间，优选范围为0.1～1.5MPa之间，操作温度为10℃～60℃。

工序7的分馏塔C3的操作条件如下：该分馏塔的操作压力为0.1～1.2MPa之间，优选范围在0.1～0.8MPa之间，理论板数在3～80块之间，优选范围在10～50块之间。

工序8的分馏塔C4的操作条件如下：该分馏塔的操作压力为0.1～1.5MPa之间，优选范围在0.3～1.0MPa之间，理论板数在3～80块之间，优选范围在5～50块之间。

下面结合实施例进一步说明本发明，但不局限其范围。

本发明的实施例以甲基叔丁基醚合成与裂解法制纯异丁烯(IB)和纯甲基叔丁烯醚(MTBE)为例说明本发明的生产工艺。其中醚裂解反应器装填的催化剂为固体酸催化剂，是采用GB1173128专利所述的方法制备，具体制备方法如下：用硫酸铝水溶液浸渍γ-Al₂O₃，其后干燥并在450℃焙烧3小时制备而成，催化剂上硫酸根的含量为20％(重量百分比)。

实施例1

含有异丁烯的混合碳四烃(脱除二烯后的裂解碳四原料，下同)和甲醇分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为19.849％(重量)，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化反应器R1中装有Amberlyst 15固体酸树酯催化剂(ROHM & HAAS生产)，醚化反应器R1的反应温度60℃，反应压力为1.2MPa，醚化反应器的空速6hr^-1。进入该醚化反应器的甲醇和异丁烯的重量比为0.6。醚化产品P1经管线4进入醇水洗分离区L1，该水洗分离区采用两个静态混合器和两个分离罐(分离罐为带挡板的卧式罐)，反应产物P1与新鲜水W1在静态混合器Mn1中混合后进入分离罐Vn1，进入静态混合器的新鲜水W1和反应产物P1的重量比为0.5，从Vn1中分离出的有机相Oa1进入静态混合器Mn2，与新鲜水W1a混合后进入分离罐Vn2，进入静态混合器Mn2的新鲜水W1a和有机馏分Oa1的重量比为0.4，从Vn2中分离出的有机相O1进入分馏塔C1，分馏塔C1的操作压力为0.9MPa，该塔的理论板数为35块，该塔的进料板在第17块板(从塔顶第一块板算起，下同)，富含甲基叔丁基醚的馏分B2在该塔的第25块板经管线9采出。具体工艺流程参见图10，表2给出了该工艺中分馏塔C1的侧线采出馏分的流量和组成数据。

                  表2

	C1塔侧线B2馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.008			0.002
IB
	其余C4	0.032			0.008
MeOH
	MTBE	99.834			25.317
MSBE			0.028	0.007
	DME*
TBA
	DIB	0.098			0.025
合计			100.000	25.359

^*DME----二甲醚

实施例2

基本同实施例1，只是富含甲基叔丁基醚的馏分B2在分馏塔C1的第23块板采出。其流程参见附图10，表3给出了该工艺中分馏塔C1的侧线采出馏分的流量和组成数据。

                 表3

	C1塔侧线B2馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.012			0.001
IB
	其余C4	0.035			0.006
MeOH
	MTBE	99.831			25.321
MSBE			0.027	0.008
	DME
TBA
	DIB	0.095			0.025
合计			100.000	25.361

实施例3

基本同实施例1，只是富含甲基叔丁基醚的馏分B2在分馏塔C1的第28块板采出。其流程参见附图10，其它条件同实施例1，表4给出了该工艺中分馏塔C1的侧线采出馏分的流量和组成数据。

                   表4

	C1塔侧线B2馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.004			0.001
IB
	其余C4	0.024			0.006
MeOH
	MTBE	99.842			25.321
MSBE			0.031	0.008
	DME
TBA
	DIB	0.099			0.025
合计			100.000	25.361

对比例1

含有异丁烯的混合碳四烃和甲醇分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为19.849％(重量)左右，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化反应器中填装的催化剂及反应器操作条件同实施例1，醚化产品P1经管线4进入醇水洗分离区L1，该水洗分离区采用两个静态混合器和两个分离罐(分离罐为带挡板的卧式罐)，反应产物P1与新鲜水W1在静态混合器Mn1中混合后经管线进入分离罐Vn1，进入静态混合器的新鲜水W1和反应产物P1的重量比为0.8，从Vn1中分离出的有机相Oa1进入静态混合器Mn2，与新鲜水W1a混合后进入分离罐Vn2，进入静态混合器Mn2的新鲜水W1a和有机馏分Oa1的重量比为0.4，从Vn2中分离出的有机相O1进入分馏塔C1a，分馏塔C1a的操作压力为0.9MPa，该塔的理论板数为25块，分馏塔C1a的塔底馏分B2a进入分馏塔C1b，分馏塔C1b的操作压力为1.3MPa，理论板数为25块，分馏塔C1b塔底馏分含有二聚叔烯烃、甲基仲丁基醚(MSBE)等重组分，分馏塔C1b的塔顶馏分B2进入醚裂解反应器R2，其具体流程参见图11，以3.5万吨/年MTBE合成与裂解联合制高纯度异丁烯生产装置为例，实施例1和对比例1中分馏塔的能耗数据见表5，表6为该工艺流程中相关馏分的流量和组成数据。

                                 表5

	实施例1	对比例1
					C1分馏塔	C1a分馏塔	C1b分馏塔*
年蒸汽用量(万吨)	70.7	70.7	16.4
				年冷却水用量(万吨)	390.6	390.6	102.6
年耗电量(KWH)	7.85×105	7.85×106	2.7×105

^*按年开工时数7200计

                         表6

	C1a塔塔底B2a馏分		C1b塔塔顶B2馏分
					Wt％	kg/hr	Wt％	kg/hr
	H2O	0.008	0.002	0.008					0.002
IB
	其余C4	0.031	0.008	0.032					0.008
MeOH
	MTBE	98.969	25.730	99.834					25.317
MSBE					0.027	0.007	0.028	0.007
	DME
TBA
	DIB	0.965	0.251	0.098					0.025
合计					100.000	25.998	100.000	25.359

从表6中可以看出，分馏塔C1的塔底馏分中二聚异丁烯(DIB)含量较高，不能满足裂解原料的要求，分馏塔C1a塔底馏分经分馏塔C1b精制后，虽满足了裂解原料的要求，但因增加了一个分馏塔C1b，而增加的该系统的能耗(参见表5)，同时，相应增加了一定的设备费用。本发明在分馏塔C1采用侧线采出甲基叔丁基醚(MTBE)则克服了上述缺点。

实施例4

含有异丁烯的混合碳四烃和甲醇分别经管线1、2和3进入醚化反应器R1，在混合碳四烃中异丁烯的含量为20％(重量)左右，进入醚化反应器的原料量为100kg/h，醚化反应器R1中装有Amberlyst 15固体酸树酯催化剂(ROHM & HAAS生产)，醚化反应器R1的反应温度60℃，反应压力为1.2MPa，醚化反应器的空速6hr^-1。进入该醚化反应器的甲醇和异丁烯的重量比为0.6。醚化产品P1经管线4进入醇水洗分离区L1，该水洗分离区采用两个静态混合器和两个分离罐(分离罐为带挡板的卧式罐)，反应产物P1与新鲜水W1在静态混合器Mn1中混合后经管线进入分离罐Vn1，进入静态混合器的新鲜水W1和反应产物P1的重量比为0.8，从Vn1中分离出的有机相Oa1进入静态混合器Mn2，与新鲜水W1a混合后进入分离罐Vn2，进入静态混合器Mn2的新鲜水W1a和有机馏分Oa1的重量比为0.4，从Vn2中分离出的有机相O1进入分馏塔C1，分馏塔C1的操作压力为0.9MPa，该塔的理论板数为35块，该塔的进料板在第17块板，富含甲基叔丁基醚的馏分B2在该塔的第25块板采出进入醚裂解反应器R2，反应器R2中装有的醚裂解催化剂为固体酸催化剂，该催化剂是采用GB1173128专利所述方法制成，其硫酸根含量为20％，该醚裂解反应器的反应压力为0.55MPa，反应温度在200℃，反应空速2h^-1之间，从醚裂解反应器得到的产物P2进入分馏塔C2，分馏塔C2的操作压力为0.8MPa，理论板数为25块，分馏塔C2的塔顶馏分O3进入静态混合器Mm1，与新鲜水W2混合后进入Vm1，新鲜水W2与有机馏分O3的重量比为0.5，从分离罐Vm1分离出的有机相Ob1进入静态混合器Mm2，与新鲜水W2a混合后进入Vm2，新鲜水W2与有机馏分O7a的重量比为0.4，从分离罐Vm2分离出的有机相O4进入分馏塔C4，静态混合器Mm1、Mm2和分离罐Vm1、Vm1的操作压力为0.6Mpa，操作温度为40℃，分馏塔C4的操作压力为0.7MPa，理论板数为35块，C4塔塔顶馏分O6经管线19、19a和8c返回醚化反应器R1，从分馏塔C4塔底得到纯度为99.94％的异丁烯，该产品可作为聚合产品的单体，其工艺流程参见图9(未用图中分馏塔C2至醚化反应器R1的返回线)，表7～表10给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量。

                                 表7

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	Mn1进水W1(kg/h)	Mn2进水W1a(kg/h)	Vn2出口水相B1a(kg/h)
						H2O	0.027	0.029	80.121	40.060	120.155
IB	19.970	3.103			0.056
						其余C4	68.105	68.100			0.014
MeOH	12.019	2.407			2.404
						MTBE		26.204			0.786
MSBE		0.008
						DME	0.030	0.090			0.033
TBA		0.090			0.090
						DIB		0.120
合计	100.151	100.151	80.121	40.060	123.498

                                   表8

	Vn2出口有机相O1(kg/h)	C1塔顶O2馏分(kg/h)	C1塔底B3馏分(kg/h)	C1侧线B2馏分(kg/h)	R2出口P2馏分(kg/h)
						H2O	0.055	0.053		0.002	0.048
IB	3.087	3.087			14.342
						其余C4	68.086	68.077		0.009	0.009
MeOH	0.003	0.003			8.025
						MTBE	25.418	0.001	0.101	25.316	2.756
MSBE	0.008			0.008	0.008
						DME	0.057	0.057			0.119
TBA
						DIB	0.120		0.095	0.025	0.053
合计	96.834	71.278	0.196	25.360	25.360

                           表9

	C2塔底B4馏分(kg/h)	C2塔顶O3馏分(kg/h)	Mm1进水W2(kg/h)	Mm2进水W2a(kg/h)
					H2O	0.048		7.554	6.043
IB		14.342
					其余C4		0.009
MeOH	7.387	0.638
					MTBE	2.756
MSBE	0.008
					DME		0.119
TBA
					DIB	0.053
合计	10.252	15.108	7.554	6.043

                             表10

	Vm2出口水相B5a(kg/h)	Vm2出口有机相O4(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B7馏分(kg/h)
					H2O	13.586	0.011	0.011
IB	0.001	14.341	0.242	14.099
					其余C4		0.009		0.009
MeOH	0.638
					MTBE
MSBE
					DME	0.060	0.059	0.059
TBA
					DIB
合计	14.285	14.420	0.312	14.108

实施例5

与实施例4基本相同，只是分馏塔C4塔顶馏分O6不返回第一醚化反应器直接采出。其流程参见图9，未用图中分馏塔C2至醚化反应器R1的回流线。该工艺中主要设备的操作条件同实施例4，表11给出了一定时间内本发明工艺与传统工艺对该系统中甲醇选择性的影响，表12～表15给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量。

                         表11

		改进工艺(实施例4)	传统工艺(实施例5)
				甲醇选择性(％)	醚化反应时间(0～6个月)	99	99
醚化反应时间(7个月)	99	98

                                    表12

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	Mn1进水W1(kg/h)	Mn2进水W1a(kg/h)	Vn2出口水相B1a(kg/h)
						H2O	0.027	0.039	80.000	40.000	119.985
IB	19.849	3.085			0.015
						其余C4	68.105	68.100			0.014
MeOH	12.019	2.428			2.426
						MTBE		26.046			0.781
MSBE		0.008
						DME		0.086			0.031
TBA		0.089			0.089
						DIB		0.119
合计	100.000	100.000	80.000	40.000	123.341

                                   表13

	Vn2出口有机相O1(kg/h)	C1塔顶O2馏分(kg/h)	C1塔底B3馏分(kg/h)	C1侧线B2馏分(kg/h)	R2出口P2馏分(kg/h)
						H2O	0.054	0.052		0.002	0.048
IB	3.070	3.070			14.261
						其余C4	68.086	68.077		0.009	0.009
MeOH	0.002	0.002			7.979
						MTBE	25.265		0.099	25.166	2.741
MSBE	0.008			0.008	0.008
						DME	0.055	0.055			0.118
TBA
						DIB	0.119		0.094	0.025	0.046
合计	96.659	71.256	0.193	25.210	25.210

                                表14

	C2塔底B4馏分(kg/h)	C2塔顶O3馏分(kg/h)	Mm1进水W2(kg/h)	Mm2进水W2a(kg/h)
					H2O	0.048		7.513	6.010
IB		14.261
					其余C4		0.009
MeOH	7.342	0.637
					MTBE	2.741
MSBE	0.008
					DME		0.118
TBA
					DIB	0.046
合计	10.185	15.025	7.513	6.010

                         表15

	Vm2出口水相B5a(kg/h)	Vm2出口有机相O4(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B7馏分(kg/h)
					H2O	13.512	0.011	0.011
IB	0.001	14.260	0.241	14.019
					其余C4		0.009		0.009
MeOH	0.637
					MTBE
MSBE
					DME	0.059	0.059	0.059
TBA
					DIB
合计	14.209	14.339	0.311	14.028

从实施例4和实施例5中可以看出，增设分馏塔C4塔顶馏分O6至醚化反应器R1的回流线，可抑制醚化反应中的副反应物(二甲醚)的生成，提高甲醇的选择性，即提高整个系统中的甲醇的利用率。

实施例6

与实施例4基本相同，只是醇水洗分离区L1和L2各采用一个水洗塔，进入水洗塔T1的新鲜水与有机馏四分的重量比均是1.2，进入水洗塔T2的新鲜水与有机馏四分的重量比均是0.9，两个水洗塔的操作压力为0.6MPa，操作温度为40℃，其流程参见图8(未用图中分馏塔C2至醚化反应器R1的返回线)，该工艺中主要设备的操作条件同实施例4，表16～表19给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量，实施例4中的静态混合器和分离罐的设备费及本例中水洗塔的设备费用见表20。

                            表16

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	T1进水W1(kg/h)	T1出口水相B1(kg/h)
					H2O	0.027	0.029	120.181	120.150
IB	19.970	3.102		0.015
					其余C4	68.105	68.101		0.014
MeOH	12.019	2.407		2.405
					MTBE		26.203		0.785
MSBE		0.008
					DME	0.030	0.091		0.035
TBA		0.090		0.090
					DIB		0.120
合计	100.151	100.151	120.181	123.494

                            表17

	T1出口有机相O1(kg/h)	C1塔顶O2馏分(kg/h)	C1塔底B3馏分(kg/h)	C1侧线B2馏分(kg/h)
					H2O	0.060	0.058		0.002
IB	3.087	3.087
					其余C4	68.087	68.078		0.009
MeOH	0.002	0.002
					MTBE	25.418	0.001	0.101	25.316
MSBE	0.008			0.008

DME	0.056	0.056
					TBA
DIB	0.120		0.095	0.025
					合计	96.838	71.282	0.196	25.360

                        表18

	R2出口P2馏分(kg/h)	C2塔底B4馏分(kg/h)	C2塔顶O3馏分(kg/h)	T2进水W2(kg/h)
					H2O	0.048	0.048		18.130
IB	14.342		14.342
					其余C4	0.009		0.009
MeOH	8.025	7.387	0.638
					MTBE	2.756	2.756
MSBE	0.008	0.008
					DME	0.119		0.119
TBA
					DIB	0.053	0.053
合计	25.360	10.252	15.108	18.130

                             表19

	T2出口水相B5(kg/h)	T2出口有机相O4(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B7馏分(kg/h)
					H2O	18.119	0.011	0.011
IB	0.001	14.341	0.242	14.099
					其余C4		0.009		0.009
MeOH	0.638
					MTBE
MSBE
					DME	0.060	0.059	0.059
TBA
					DIB
合计	18.818	14.420	0.312	14.108

                    表20

	实施例4		实施例6
					静态混合器	分离罐	水洗塔
设备费用(万元)	0.5	2.0	18
				合计(万元)	2.5		18

从表20可以看出，在醇水洗分离区采用静态混合器代替水洗塔可节省一定的设备费用(约17.5万元)，因此，本发明在选取醇水洗区设备时，优选静态混合器和分离罐。

总之，通过以上实施例和对比例说明了在第一分馏塔的提留段内侧线可采出符合裂解要求的高纯度异叔烷基醚产品，这样在制备叔烷基醚和/或异烯烃时，可节省设备费用和能耗，本发明还采用分离出的低分子量的醚轻馏分循环至醚合成反应器，可抑制醚化反应中的副反应生成，以提高该系统醇的利用率。本发明还将现有技术所用的水洗塔改为静态混合器和分离罐，以进一步节省设备费用，节省占地面积，简化操作。

Claims (41)

1.一种异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区(R1)，以制得至少含一种叔烷基醚的产品(P1)；

(2)将工序(1)得到的至少一部分产品(P1)送入醇水洗分离区(L1)，以获得含水、醇的塔底水相(B1)和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)；

(3)将工序(2)得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)送入分馏塔(C1)，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B2)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)；

其特征在于工序(3)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B2)从分馏塔(C1)的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内；主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)从该塔塔底排出。

2.根据权利要求1所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置。

3.根据权利要求1或2所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一个水洗塔(T1)。

4.根据权利要求1或2所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一组静态混合器(Mn)和分离罐(Vn)。

5.根据权利要求1-4任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(7)，在工序(7)中，将来自工序(2)的至少一部分水相(B1)送入分馏塔(C3)，以获得贫醇的水馏分(B6)和富醇馏分(O5)。

6.根据权利要求5所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的富醇馏分(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

7.根据权利要求5所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的水馏分(B6)循环至工序(2)的醇水洗分离区(L1)。

8.根据权利要求1-7任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将新鲜水(W1)引入醇水洗分离区(L1)。

9.一种异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区(R1)，以制得至少含一种叔烷基醚的产品(P1)；

(2)将工序(1)得到的至少一部分产品(P1)送入醇水洗分离区(L1)，以获得含水、醇的塔底水相(B1)和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)；

(3)将工序(2)得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)送入分馏塔(C1)，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B2)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)；

(4)将工序(3)得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的有机馏分(B2)送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区(R2)，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品(P2)；

(5)将工序(4)得到的产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得主要含工序(4)所得到的大部分异烯烃、少量醇、少量低分子量醚的轻组分馏分(O3)和主要含醇、未裂解叔烷基醚的馏分(B4)；

其特征在于工序(3)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B2)从分馏塔(C1)的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内；主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)从该塔塔底排出。

10.根据权利要求9所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置。

11.根据权利要求9所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将工序(3)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(B2)送入燃料添加剂贮罐，将其余部分送入醚裂解工序(4)。

12.根据权利要求9-11任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将工序(5)的分馏塔(C2)得到的至少一部分馏分(B4)送入反应区(R1)。

13.根据权利要求9所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一个水洗塔(T1)。

14.根据权利要求9所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一组静态混合器(Mn)和分离罐(Vn)。

15.根据权利要求9-14任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(6)，在工序(6)中将从工序(5)的分馏塔(C2)得到的至少一部分馏分(O3)送入醇水洗分离区(L2)，以得到主要含水、醇的水相(B5)和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相(O4)。

16.根据权利要求15所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L2)选用至少一个水洗塔(T2)。

17.根据权利要求15所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L2)选用至少一组静态混合器(Mm)和分离罐(Vm)。

18.根据权利要求9-17任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(7)，在工序(7)中，将来自工序(2)的至少一部分水相(B1)和/或来自工序(6)的至少一部分水相(B5)送入分馏塔(C3)，以获得贫醇的水馏分(B6)和富醇馏分(O5)。

19.根据权利要求18所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的富醇馏分(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

20.根据权利要求18所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的水馏分(B6)循环至工序(2)的醇水洗分离区(L1)和/或工序(6)的醇水洗分离区(L2)。

21.根据权利要求9所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征将新鲜水(W1)引入醇水洗分离区(L1)。

22.根据权利要求15所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将新鲜水(W2)引入醇水洗分离区(L2)。

23.根据权利要求9-22任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将从工序(3)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O2)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

24.根据权利要求15-23任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(8)，在工序(8)中，将工序(6)的至少一部分有机相(O4)送入分馏塔(C4)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O6)和高纯度异烯烃馏分(B7)。

25.根据权利要求24所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的塔顶馏分(O6)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

26.一种制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，包括以下工序：

(1)将至少含有一种异烯烃的混合烃和至少一种醇送入装有醚化催化剂的醚化反应区(R1)，以制得至少含一种叔烷基醚的产品(P1)；

(2)将工序(1)得到的至少一部分产品(P1)送入醇水洗分离区(L1)，以获得含水、醇的塔底水相(B1)和含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)；

(3)将工序(2)得到的至少一部分含未反应混合烃、叔烷基醚产品和少量低分子醚轻组分的有机相(O1)送入分馏塔(C1)，以获得主要含有未反应混合烃、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B2)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)；

(4)将工序(3)得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的有机馏分(B2)送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区(R2)，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品(P2)，之后进行工序(6)；

(6)将工序(4)得到的产品(P2)送入醇水洗分离区(L2)，以得到主要含水、醇的水相(B5)和主要含有异烯烃、未裂解叔烷基醚、少量低分子量醚轻组分的有机相(O4a)，之后进行工序(5)；

(5)将工序(6)得到至少一部分有机相(O4a)送入分馏塔(C2)，以获得主要含工序(4)所得到的大部分异烯烃、少量低分子量醚的轻组分馏分(O3a)和未裂解叔烷基醚的馏分(B4a)；

其特征在于工序(3)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B2)从分馏塔(C1)的侧线采出，该侧线采出口设在该塔的提馏段内；主要含有未反应混合烃、未反应醇、少量低分子量醚轻组分的有机馏分(O2)从塔顶排出；而主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B3)从该塔塔底排出。

27.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的侧线采出口设在该塔提馏段的1/3-2/3的位置。

28.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将工序(5)的分馏塔(C2)得到的至少一部分馏分(B4a)送入反应区(R2)。

29.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将工序(3)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(B2)送入燃料添加剂贮罐，将其余部分送入醚裂解工序(4)。

30.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一个水洗塔(T1)。

31.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L1)选用至少一组静态混合器(Mn)和分离罐(Vn)。

32.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L2)选用至少一个水洗塔(T2)。

33.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于所述的醇水洗分离区(L2)选用至少一组静态混合器(Mm)和分离罐(Vm)。

34.根据权利要求26-33任一项所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(7)，在工序(7)中，将来自工序(2)的至少一部分水相(B1)和/或来自工序(6)的至少一部分水相(B5)送入分馏塔(C3)，以获得贫醇的水馏分(B6)和富醇馏分(O5)。

35.根据权利要求34所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的富醇馏分(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

36.根据权利要求34所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的水馏分(B6)循环至工序(2)的醇水洗分离区(L1)和/或工序(6)的醇水洗分离区(L2)。

37.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将新鲜水(W2)引入醇水洗分离区(L2)。

38.根据权利要求26所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将新鲜水(W1)引入醇水洗分离区(L1)。

39.根据权利要求26-38任一项所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将从从工序(3)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O2)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

40.根据权利要求26-39任一项所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(8)，在工序(8)中，将工序(5)的至少一部分含异烯烃、少量低分子量醚的轻组分馏分(O3)送入分馏塔(C4)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O6)和高纯度异烯烃馏分(B7)。

41.根据权利要求40所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将至少一部分所述的塔顶馏分(O6)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

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