NO149659B - Fremgangsmaate til samtidig fremstilling av ren metyl-tert.-butyleter og vidtgaaende isobutenfri c4-hydrokarbonblanding - Google Patents
Fremgangsmaate til samtidig fremstilling av ren metyl-tert.-butyleter og vidtgaaende isobutenfri c4-hydrokarbonblanding Download PDFInfo
- Publication number
- NO149659B NO149659B NO793925A NO793925A NO149659B NO 149659 B NO149659 B NO 149659B NO 793925 A NO793925 A NO 793925A NO 793925 A NO793925 A NO 793925A NO 149659 B NO149659 B NO 149659B
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- column
- hour
- methanol
- isobutene
- tert
- Prior art date
Links
- 239000000203 mixture Substances 0.000 title claims description 35
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims description 16
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims description 15
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims description 15
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims description 11
- 238000002360 preparation method Methods 0.000 title description 2
- OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N Methanol Chemical compound OC OKKJLVBELUTLKV-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 256
- BZLVMXJERCGZMT-UHFFFAOYSA-N Methyl tert-butyl ether Chemical compound COC(C)(C)C BZLVMXJERCGZMT-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 107
- VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N Isobutene Chemical compound CC(C)=C VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 100
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 45
- DKGAVHZHDRPRBM-UHFFFAOYSA-N Tert-Butanol Chemical compound CC(C)(C)O DKGAVHZHDRPRBM-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 32
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims description 11
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 claims description 6
- 230000002378 acidificating effect Effects 0.000 claims description 4
- 239000003456 ion exchange resin Substances 0.000 claims description 2
- 229920003303 ion-exchange polymer Polymers 0.000 claims description 2
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 claims 1
- 239000000047 product Substances 0.000 description 43
- VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 1-Butene Chemical compound CCC=C VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 34
- 239000004793 Polystyrene Substances 0.000 description 9
- MYRTYDVEIRVNKP-UHFFFAOYSA-N 1,2-Divinylbenzene Chemical compound C=CC1=CC=CC=C1C=C MYRTYDVEIRVNKP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N Pentane Chemical compound CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 8
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 239000001273 butane Substances 0.000 description 6
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical compound CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 6
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 5
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 description 4
- IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N butene Natural products CC=CC IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 4
- ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 2-Butanone Chemical compound CCC(C)=O ZWEHNKRNPOVVGH-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 3
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 3
- 238000009434 installation Methods 0.000 description 3
- 238000006317 isomerization reaction Methods 0.000 description 3
- 239000011541 reaction mixture Substances 0.000 description 3
- 229920005989 resin Polymers 0.000 description 3
- 239000011347 resin Substances 0.000 description 3
- KAKZBPTYRLMSJV-UHFFFAOYSA-N Butadiene Chemical compound C=CC=C KAKZBPTYRLMSJV-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- IAZDPXIOMUYVGZ-UHFFFAOYSA-N Dimethylsulphoxide Chemical compound CS(C)=O IAZDPXIOMUYVGZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N N-Butanol Chemical compound CCCCO LRHPLDYGYMQRHN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000006227 byproduct Substances 0.000 description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 2
- 238000006384 oligomerization reaction Methods 0.000 description 2
- 229920001467 poly(styrenesulfonates) Polymers 0.000 description 2
- 229920005990 polystyrene resin Polymers 0.000 description 2
- 230000007306 turnover Effects 0.000 description 2
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 1
- 238000009833 condensation Methods 0.000 description 1
- 230000005494 condensation Effects 0.000 description 1
- 239000000498 cooling water Substances 0.000 description 1
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 1
- 238000000895 extractive distillation Methods 0.000 description 1
- 239000007788 liquid Substances 0.000 description 1
- FPYJFEHAWHCUMM-UHFFFAOYSA-N maleic anhydride Chemical compound O=C1OC(=O)C=C1 FPYJFEHAWHCUMM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000000546 pharmaceutical excipient Substances 0.000 description 1
- 108090000623 proteins and genes Proteins 0.000 description 1
- 238000011084 recovery Methods 0.000 description 1
- 239000007858 starting material Substances 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- IAQRGUVFOMOMEM-ONEGZZNKSA-N trans-but-2-ene Chemical compound C\C=C\C IAQRGUVFOMOMEM-ONEGZZNKSA-N 0.000 description 1
- 238000005829 trimerization reaction Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C41/00—Preparation of ethers; Preparation of compounds having groups, groups or groups
- C07C41/01—Preparation of ethers
- C07C41/05—Preparation of ethers by addition of compounds to unsaturated compounds
- C07C41/06—Preparation of ethers by addition of compounds to unsaturated compounds by addition of organic compounds only
-
- 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
- C07C7/14875—Purification; Separation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification of at least one compound with organic compounds
- C07C7/14891—Purification; Separation; Use of additives by treatment giving rise to a chemical modification of at least one compound with organic compounds alcohols
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Analytical Chemistry (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Water Supply & Treatment (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
Description
Det er kjent at metyl-tert.butyleter (MTB) kan fremstil-les ved syrekatalysert tilleiring av metanol til isobuten.
Som katalysatorer har sulfonerte organiske harpikser (se f.eks. US-PS 2 480 940) vist seg egnet, spesielt de sulfonerte polystyrenharpikser som er tverrbundet med divinylbenzen (US-PS 2 922 822) og kan ha en gellignende form og til økning av overflaten og dermed reaksjonshastigheten kan ha en svampstruktur med makroporer (DE-PS 1 224 294, eksempel 8, US-PS 3 482 952).
Da reaksjonen mellom metanol og isobuten forløper meget selektivt, anvendes der vanligvis ikke rent buten, men en iso-butenholdig hydrokarbonblanding. For reaksjonen anvendes spesielt en C^-krakkingsfraksjon som er befridd for butadien-det såkalte raffinat I - men også andre isobutenholdige C4-hydrokarboriblandinger kan anvendes (US-PS 3 121 124,
NO-B 144 144.
Hvis man ved fremstillingen av MTB anvender raffinat I, blir den ikke omsatte rest av hydrokarbonblandingen kalt raffinat II. Hvis raffinat II skal benyttes som utgangs-materiale for fremstilling av ytterligere produkter, f.eks. maleinsyreanhydrid:eller metyletylketon, eller til utvinning av buten-1, eller evt. ved polymerisasjoner, stilles der høye kvalitetskrav til raffinat II. -Spesielt når raffinatet-skal anvendes til destilleringsutvinning av buten-1, må isobuteninnholdet i raffinat II være vesentlig mindre enn 1%
og fortrinnsvis mindre enn 0,25 vektprosent, da isobuten ikke kan fraskilles ved destillasjon av buten»l og dermed i sin helhet blir tilbake i det oppnådde buten-1. Et mak-simalinnhold av isobuten på mindre enn 0,25 vektprosent i
raffinat II, betyr imidlertid at der ved fjerning av isobutenet ved reaksjon må oppnås en isobutenomsetning på minst 99,75%.
Ved omsetning av isobuten med metanol til MTB fås der ikke ren MTB, men bare MTB/metanol-azeotrop foruten metanol. Der er allerede blitt foreslått løsninger på proble-met med fraskilling av metanolen fra MTB, f.eks. en ekstrak-tivdestillasjon med dimetylsulfoksyd (JP-OS 73 - 00509) eller en vannvasking (DE-OS 22 46 004 og US-PS 3 726 942). Ifølge US-PS 3 940 450 blir adskillelsen av metanolen og MTB ut-ført i to trinn med pentan som hjelpemiddel. Alle disse fremgangsmåter er relativt omstendelige, idet de anvendte hjelpestoffer igjen må fjernes praktisk talt fullstendig fra MTB og metanolen. De isobutenomsetninger som kan oppnås, er utilfredsstillende. I fremgangsmåten ifølge US-PS 3 7 26 942 blir bare 70% a<y> isobutenet omsatt til MTB, mens der ifølge US-PS 3 940 450 oppnås et MTB-utbytte på 80%.
I NO-B 144 524 og NO-B 144 143 er der beskrevet fremgangsmåter til fremstilling av MTB ved omsetning av isobutenholdige C^-hydrokarbonblandinger med metanol i to reaksjonssoner. Imidlertid kan man heller ikke med disse to fremgangsmåter konsekvent oppnå tilstrekkelig høye isobutenomsetninger (laveste isobuteninnhold er 0,27% i eksempel 6 i NO-B 144 143). Til oppnåelse av høye isobutenomsetninger ved fremstilling av metanblfritt MTB er det nødvendig å arbeide med høye reaktortemperaturer eller molært isobutenoverskudd (i forhold til metanol) i et av de to reaksjonstrinn. Derved oppstår imidlertid foruten MTB også oligomerisasjonsprodukter av isobuten (di- og trimerisering), og der finner i uønsket grad sted en betydelig isomerisering av C^-alkenene i hydrokarbonblandingen. For en evt. etter-følgende destillasjonsutvinning av buten-1 fra (^-blandin-gen, gjør isomeriseringen av buten-1 til buten-2 seg gjel-dende som et produkttap.....
I NO-B 146 669 blir der riktignok beskrevet en et-trinns fremgangsmåte til fremstilling av MTB hvor opparbei-delsen av reaksjonsblandingen gjennomføres uten anvendelse av hjelpestoffer og de ovenfor nevnte ulemper såsom dan-neise av oligomerisasjonsprodukter av isobuten og isomerisering av de ikke omsatte C^-alkener ikke foreligger, men der kan bare oppnås en maksimal isobutenomsetning på ca.
98,6%, slik at der i den gjenværende C^-blanding (raffinat II) foreligger mer enn 1% isobuten.
Man sto således overfor den oppgave å finne en enkel fremgangsmåte til samtidig fremstilling av ren MTB og utvinning av praktisk talt isobutenfri C^-hydrokarbonblan-
ding, idet der for bestemte anvendelsesformål også må til-strebes å oppnå et isobuteninnhold på mindre enn 0,25 vektprosent. Denne oppgave er løst ved den fremgangsmåtekombi-nasjon som er angitt i krav 1.
Molforholdet mellom metanol og isobuten i utgangsblan-dingen skal ligge i området mellom 2 : 1 og 5 : 1. Under et molforhold på 2 : 1 vil den tilstrebede høye isobutenomsetning på langt over 99% bare kunne oppnås ved samtidig sterk senkning av reaksjonstemperaturen. En sterk senk-
ning av reaksjonstemperaturen bevirker imidlertid en i praksis uakseptabel reduksjon av reaksjonshastigheten.
Over et molforhold på 5 : 1 blir fremgangsmåten uøkonomisk som følge av de økende fraskillingskostnader for metanolen. Ved destillasjonen må der sirkuleres for store mengder metanol, og i tillegg blir virkningen av omsetnings-økningen stadig mindre med tiltagende metanoloverskudd. For å kunne oppnå den reduksjon av isobuteninnholdet i raffinatet II på under 0,25 vektprosent som kreves i praksis for mange formål, velger man fortrinnsvis et molært metanoloverskudd i forhold til isobuten på mellom 2,5 : 1 og 4 : 1.
Reaksjonstemperaturen for omsetningen av metanol med isobuten ligger på mellom 30 og 100°C. I alminnelighet arbeider man for oppnåelse av en god reaksjonshastighet i et temperaturområde på 50 - 100°C. Spesielt fordelaktig har det vist seg å holde reaksjonstemperaturen i det forreste parti av katalysatorskiktet på mellom 50 og 100°C og i det etterfølgende parti, som omfatter minst en tredjedel av reaksjonssonen, på under 50°C og ned til en temperatur på ca. 3 0°C.
Oppholdstiden av reaksjonsblandingen på katalysatoren avhenger av katalysatorens aktivitet og må derfor fastlegges individuelt for hver katalysator. Ved bruk av de høyaktive makroporøse ionevekslerharpikser som katalysatorer ligger oppholdstiden vanligvis på mellom 10 og 60 minutter.
Fremgangsmåten er belyst på tegningen. Utgangsblan-dingen, f.eks. raffinat I og metanolf blir tilført reaktoren gjennom ledninger 1, 2 og 3. Den reaksjonsblanding som forlater reaktoren, føres til en trykkolonne K 1 gjennom en ledning 4. I trykkolonnen blir de C^-hydrokarboner som ikke deltar i reaksjonen, og de små mengder ikke omsatt isobuten (raffinat II) tatt ut ved den øvre ende gjennom en ledning 5, mens den ved reaksjonen dannede MTB og overskytende metanol samler seg i sumpen. I overensstemmelse med det trykk som innstilles ved rektifikasjonen, inneholder destillatet små mengder metanol som danner en azeotrop med C^-hydrokarbonene. Denne metanol kan fjernes på kjent måte ved ekstraksjon med vann fra hodeproduktet (raffinat II). Hodetrykket i kolonnen K 1 kan ligge på mellom 2 og 10 bar, spesielt på mellom 6 og 8 bar, da kondensasjonen av destillatet med kjølevann kan gjennomføres spesielt økonomisk i dette område.
Sumpproduktet fra kolonnen K 1 blir via ledninger 6
og 7 ført over i en kolonne K 2. I sumpen i kolonnen K 2 samles hovedmengden av den overskytende metanol, evt. sammen med små mengder tert. butanol (TBA) og Cg-alkener som kan opp-stå som biprodukter ved reaksjonen. Sumpproduktene tas ut gjennom en ledning 9. Mens der i det angitte område for reaksjonsbetingelsene bare oppstår spor av Cg-alkener, avhenger den dannede mengde av TBA av vanninnholdet i den anvendte metanol og hydrokarbonblandingen. Dette sumpprodukt fra kolonnen K 2 blir på ny ført inn i reaksjonssonen gjennom ledninger 11 og 14. En delstrøm må imidlertid, evt. før til-bakeføringen i reaksjonen,tilføres en kolonne K 4 gjennom en ledning 10 for opparbeidelse. I kolonnen K 4 adskilles de ved reaksjonen dannede biprodukter TBA og Cg-alkener.
Den produktandel som skal opparbeides i kolonnen K 4;avhenger av de mengder av TBA resp. Cg-alkener som på den ene side oppstår og på den annen side kan forbli i reaksjonskrets-
løpet. Man kan tillate andeler av TBA, resp. Cg-alkener,
på minst 1-2 vektprosent i den tilbakeførte metanol, slik at det produkt som tilføres kolonnen K 4 gjennom ledningen 10, alltid er begrenset til en liten del av det sumpprodukt som dannes i kolonnen K 2. I kolonnen K 4 blir de høytkokende stoffer TBA og Cg-alkener fjernet fra sumpen gjennom en ledning 13. Hodeproduktet blir via en ledning 12 ført inn i ledningen 14 og derfra forenet med metanolen fra ledningen 2 og ført inn i reaktoren.
Hodeproduktet fra kolonnen K 2 blir via en ledning 8 tilført en trykkolonne K 3, hvor der som sumpprodukt fås ren MTB (ledning 16) og som hodeprodukt fås en MTB/metanol-azeotrop med en metanolandel svarende til det trykk som er innstilt i kolonnen. Hodeproduktet fra kolonnen K 3
blir via en ledning 15 ført inn i ledningen 7 og derfra i kolonnen K 2. For at andelen av MTB i hodeproduktet fra kolonnen K 3 og dermed den mengde som føres tilbake til kolonnen K 3 f skal kunne holdes lavt, bør trykket i kolonnen K 3 velges så høyt som mulig. Trykket i kolonnen K 3 bør derfor ligge i området mellom 5 og 30 bar. Den øvre grense for trykket er bestemt av rent økonomiske overveielser som anyår det motsatte forløp av energi- og investeringskost-nader.
Ved hodet av kolonnen K 2 kan der bare anriket av-destilleres MTB inntil MTB/metanol-azeotrop. Av denne grunn bør trykket i kolonnen holdes så lavt som mulig for å redu-sere den metanolmengde som foreligger i azeotropen,og dermed det sirkulerte hodeproduktet fra kolonne K 3. Teknisk gun-stig og spesielt økonomisk er det å arbeide ved normaltrykk eller et hodetrykk på inntil 2,0 bar.
Ved den ovenfor beskrevne fremgangsmåte er det mulig på enkel måte og under anvendelse av bare én reaktor å frem-stille ren MTB ved praktisk talt fullstendig isobutenomsetning. En praktisk talt fullstendig isobutenomsetning betyr at den C^-hydrokarbonablanding som ikke deltar i reaksjonen, er vidtgående isobutenfri og kan anvendes for destil-lasjonsfraskillelse av rent buten-1 eller for selektive kjemiske omsetninger av n-butenene. De etterfølgende ek-sempler tjener til å belyse fremgangsmåten, som imidlertid ikke er begrenset til eksemplene.
EKSEMPEL 1
I en reaktor som er fylt med 220 liter sterkt sur ioneveksler (makroporøs, sulfonert polystyrenharpiks som er tverrbundet med divinylbenzen), og hvorfra den dannede reaksjonsvarme lett kan bortføres som følge av innbygning av egnede kjøleinnretninger, blir der via ledningen 1 ført inn 100,02 kg/time av raffinat I. I denne mengde raffinat I foreligger der 45,00 kg isobuten, 26,1 kg buten-1 og 0,02 kg vann. Gjennom ledningen 2 tilføres 27,88 kg/time metanol som inneholder 0,02 kg vann, og gjennom ledningen 14 tilføres 76,45 kg/time tilbakeført metanol som inneholder 0,09 kg/time Cg-alkener og 1,44 kg/time tert.butanol. Molforholdet mellom butanol og isobuten er 4 : 1.
Ved en temperatur på 52°C i det indre av katalysatorskiktet blir 99,71% av isobutenet omsatt. Følgende produkter forlater reaktoren gjennom ledningen 4: 77,23 kg/time metanol, 0,13 kg/time isobuten, 55 kg/time n-C^-alken/butan-blanding (heri 26,1 kg buten-1), 70,29 kg/time MTB, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert.butanol.
Reaksjonsproduktet blir først tilført trykkolonnen K 1 (hodetrykk 6 bar) for fraskillelse av de ikke omsatte C^-hydrokarboner. Fra hodet av kolonnen K 1 tas der gjennom ledningen 5 ut tilsammen 55,00 kg/time n-C^-alken/butan-blanding, 0,13 kg/time isobuten og 2,18 kg/time metanol. Sumpproduktet fra kolonnen K 1 har følgende sammensetning: 75,05 kg/time metanol, 70,29 kg/time MTB, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert.butanol. Dette sumpprodukt blir via ledningene 6 og 7 tilført kolonnen K 2, som drives med et trykk på 1,35 bar.
Sammen med det gjennom ledningene 15 og 7 tilbakeførte hodeprodukt fra kolonnen K 3 fås der således tilsammen en til- . førsel til kolonne K 2 på 90 , 23 kg/time metanol, 88,11 kg/time MTB, 0,10 kg/time cg"<al>kener og 1,60 kg/time tert.butanol.
Ved et hodetrykk på 1,35 bar blir der fra hodet av kolonnen K 2 gjennom ledningen 8 tappet av en MTB/metanol-azeotrop med 14,7% metanol svarende til en blanding av 88,11 kg/time MTB og 15,18 kg/time metanol.
Fra sumpen i kolonnen K 2 blir der gjennom ledningen
9 tappet ut et produkt med følgende sammensetning: 7 5,05 kg/time metanol, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert.butanol.
For å unngå en anrikning av Cg-alkener og. tert.butanol
i reaksjonskretsløpet blir 10% av disse produkter tilført kolonnen K 4 gjennom ledningen 10, mens de øvrige 90% føres tilbake til reaktoren gjennom ledningene 11 og 14. Fra kolonnen K 4, som også drives ved normalt trykk, blir der via ledningen 13 tappet ut 0,13 kg/time metanol, 0,16 kg/time tert.butanol og 0,01 kg/time Cg-alkener som sumpprodukt.
Som destillat fås der 7,38 kg/time metanol som tas ut gjennom ledningen 12 og igjen forenes med hovedmengden av sumpproduktet fra kolonnen K 2 (i ledningen 11), slik at den mengde som tilsammen føres tilbake i reaksjonen gjennom ledningen 14, har følgende sammensetning: 74, 92 kg/time metanol, 0,09 kg/time Cg-alkener og 1,4 4 kg/time tert.butanol.
Hodeproduktet fra kolonne K 2 blir via ledningen 8
ført inn i kolonnen K 3, som har et hodetrykk på 30 bar. MTB/metanol-azeotropen inneholder ved et trykk på 30 bar
46% metanol, slik at der i hodet av kolonnen K 3 fås 15,18 kg/time metanol og 17,82 kg/time MTB, som via ledningen 15 igjen føres tilbake til kolonnen K 2. Fra sumpen i kolonnen K 3 blir der via ledningen 16 tappet av 70,29 kg/time MTB
med en renhet på ca. 99,9 vektprosent.
Av 27,88 kg/time metanol og 100,02 kg/time raffinat I' fås der altså 70,29 kg/time meget ren MTB og 55,13 kg/time raffinat II med et innhold på 0,24% isobuten (regnet metanolfritt). Ved omsetningen kunne der ikke fastslås noen tap av buten-1.
EKSEMPEL 2
I en reaktor som er fylt med 200 liter sterkt sur ioneveksler (makroporøs, sulfonertpolystyrenharpiks som er tverrbundet med divinylbenzen), og hvorfra den dannede reaksjonsvarme lett kan føres bort som følge av innbygning av egnede kjøleinnretninger, blir der ved et innmatningstrykk på ca. 10 bar tilført 100,02 kg/time C4"fraksjon (raffinat I) gjennom ledningen 1 som flytende blanding. Raffinatet inneholder 45 kg isobuten, 26,1 kg buten-1 og 0,02 kg I^O. Gjennorn ledningen 2 tilføres 27,94 kg/time metanol som inneholder 0,01 kg/time f-^O, og gjennom ledningen 14 tilføres 37 , 03 kg/ time av en blanding av 36,51 kg metanol, 0,04 kg Cg-alkener og 0,48 kg tert.butanol. Dette tilsvarer et molforhold på 2,51 : 1 mellom metanol og isobuten. Ved en maksimal temperatur på ca. 80°C i det forreste parti av reaktorskiktet og en temperatur på 40°C i den siste tredjedel av katalysatorskiktet ble 99,76% av isobutenet omsatt.
Reaksjonsproduktet med sammensetningen 38,86 kg/time metanol, 0,11 kg/time isobuten, 55,00 kg/time n-C^-alken/ butan-blanding (heri 26,1 kg buten 1), 70,37 kg/time MTB, 0,05 kg/time' Cg-alkener og 0,60 kg/time tert.butanol blir så tilført trykkolonnen K 1 via ledningen 4 for fraskillelse av de ikke omsatte C^-hydrokarboner. Ved hodet av kolonnen K 1 blir der gjennom ledningen 5 tatt ut 55,00 kg/time n-C^-alken/butan-blanding, 0,11 kg/time isobuten og 2,18 kg/ time metanol. Metanol danner en azeotrop med C^-hydrokar-bonene ved rektifikasjonsbetingelsene (hodetrykk 6 bar). Sumpproduktet fra kolonnen K 1 tappes ut gjennom ledningen 6 og tilføres gjennom ledningen 7 kolonnen K 2, som drives ved et trykk på 1,3 5 bar. Sumpproduktet har følgende sammensetning: 36,68 kg/time metanol, 70,37 kg/time MTB, 0,05 kg/time Cg-alkener og 0,60 kg/time tert.butanol.
Sammen med det gjennom ledningene 15 og 7 tilbakeførte hodeprodukt f ra kolonnen K 3, fås der på denne måte en samlet tilførsel til kolonnen K 10 på 56,97 kg/time metanol, 117,71 kg/time MTB, 0,05 kg/time Cg-alkener og 0,60 kg/time tert.-butanol. Den MTB/metanol-azeotrop som dannes i kolonnen K 2 som hovedprodukt, inneholder 14,7% metanol, noe som svarer til en blanding av 117,71 kg/time MTB og 20,29 kg/ time metanol. Denne azeotrop blir tilført kolonnen K 3 gjennom ledningen 8. Fra sumpen i kolonnen K 2 blir der gjennom ledningen 9 ført bort et produkt med følgende sammensetning: 36,68 kg/time metanol, 0,05 kg/time Cg-alkener og 0,60 kg/ time tert.butanol.
For unngåelse av anrikning av Cg/alkenene og tert.butanolen i reaksjonskretsløpet blir 20% av disse produkter ført inn i kolonnen K 4 gjennom ledningen 10, mens de resterende 80% føres direkte tilbake til reaktoren gjennom ledningene 11, 14 og 3. Fra kolonnen K 4,som drives ved normaltrykk, tappes der fra sumpen ut 0,3 kg/time, som foruten metanol inneholder 0,01 kg/time Cg-alkener og 0,12 kg/time tert-butanol. Som destillat fås der samtidig 7,17 kg/time metanol. Denne metanol blir via ledningen 12 igjen forenet med hovedmengden av utløpet fra sumpen i kolonnen K 2
(ledning 11) slik at der gjennom ledningen 14 tilsammen føres tilbake til reaktoren en mengde som har følgende sammensetning: 36,51 kg/time metanol, 0,04 kg/time Cg-alkener og 0,4 8 kg/time tert.butanol.
Hodeproduktet fra kolonnen K 2 blir gjennom ledningen
8 ført inn i kolonnen K 3, som oppviser et hodetrykk på 8,6 bar. Ved et trykk på 8,6 bar inneholder MTB/metanol-azeotropen 30% metanol,slik at der ved hodet av kolonnen K 3
fås 20,29 kg/time metanol og 47,34 kg/time MTB som gjennom ledningen 15 igjen føres tilbake til kolonnen K 2. I sumpen av kolonnen K 3 fås der så 7 0,37 kg/time MTB med en renhet på over 99,9 vektprosent. Denne MTB tas ut gjennom ledningen 16.
Av 27,94 kg/time metanol og 100,02 kg/time raffinat I blir der altså fremstilt 70,37 kg/time høyren MTB og 55,11 kg/time affinat II med et innhold på 0,20% isobuten (regnet metanolfritt). Ved omsetningen fant der ikke sted noen merk-bare tap av buten-1.
EKSEMPEL 3
I en reaktor som er fylt med200 liter sterkt sur ioneveksler (makroporøs, sulfonert polystyrenharpiks som er tverrbundet med divinylbenzen), og hvorfra den dannede reaksjonsvarme lett kan føres bort ved hjelp av innbygning av egnede kjøleinnretnin-ger, blir der gjennom ledningen 1 tilført 100 , 02 kg/time raffinat I inneholdende 45,00 kg/time isobuten, 26,1 kg/time buten-1 og 0,02 kg/time vann. Gjennom ledningen 2 føres der inn
28,04 kg/time metanol som inneholder 0,02 kg vann,og gjennom ledningen 14 føres der inn 63,71 kg/time tilbakeført metanol som inneholder 0,09 kg/time Cg-alkener og 1,44 kg/time tert.-butanol. Molforholdet mellom metanol og isobuten er 3,51 : 1.
Ved en maksimaltemperatur på ca. 80°C i det forreste parti av katalysatorskiktet og en temperatur på 40°C i den siste tredjedel av katalysatorskiktet blir 99,84% av isobutenet omsatt. Følgende produkter forlater reaktoren gjennom ledningen 4: 64,62 kg/time metanol, 0,08 kg/time iso-' buten, 55,00 kg/time n-C^-alken/butan-blanding (heri 26,1
kg buten-1), 70,38 kg/time MTB, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,6 0 kg/time tert.butanol.
Reaksjonsproduktet blir først tilført trykkolonnen K 1 (hodetrykk 6 bar) for fraskillelse av de ikke omsatte C^-hydrokarboner. Ved hodet av kolonnen K 1 tas der gjennom ledningen 5 ut tilsammen 55,00 kg/time n-C,-alken/butan-blanding, 0,07 kg/time isobuten og 2,18 kg/time metanol. Sumpproduktet fra kolonnen K 1 har følgende sammensetning: 62,44 kg/time metanol, 70,38 kg/time MTB, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert. butanol. Dette ' produkt blir tilført kolonnen K 2; som drives ved et trykk på 1,3 5 bar, gjennom ledningene 6 og 7 .
Sammen med det gjennom ledningene 15 og 7 tilbakeførte hodeprodukt fra kolonnen K 3 fås der på denne måte en samlet tilførsel til kolonnen K 2 på 77,62 kg/time metanol, 88,20 kg/time MTB, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert.-butanol .
Ved et hodetrykk på 1,3 5 bar blir der fra hodet av kolonnen K 2 gjennom ledningen 8 tatt ut en MTB/metanol-azeotrop med 14,7% metanol svarende til en blanding av 8 8,20 kg/time MTB og 15,18 kg/time metanol.
Fra sumpen i kolonnen K 2 tas der gjennom ledningen
9 ut et produkt med følgende sammensetning: 62,44 kg/time metanol, 0,10 kg/time Cg-alkener og 1,60 kg/time tert.butanol.
For unngåelse av en anrikning av C 8-alkenene og tert.-butanolen i reaksjonskretsløpet blir 10% av disse produkter tilført kolonnen K 4 gjennom ledningen 10, mens de resterende 90% føres direkte tilbake til reaktoren gjennom ledningene 11 og 14. Fra kolonnen K Af som drives ved normaltrykk, tas der gjennom ledningen 13 ut 0,43 kg/time sumpprodukt som inneholder 0,01 kg/time Cg-alkener og 0,16 kg/time tert.butanol foruten metanol. Som destillat fås der 5,98 kg/time metanol. Denne metanol tas ut gjennom ledningen 12 og forenes igjen med hovedmengden av sumpproduktet fra kolonnen K 2,slik at den mengde som tilsammen føres tilbake til reaktoren gjennom ledningen 14, har følgende sammensetning: 62,18 kg/time metanol, 0,09 kg/time Cg-alkener og 1,44 kg/time tert.butanol.
Hodeproduktet fra kolonnen K 2 blir gjennom ledningen
8 tilført kolonnen K 3, som har et hodetrykk på 30 bar. MTB/metanol-azeotropen inneholder ved et trykk på 3 0 bar 4 6% metanol, slik at der ved hodet av kolonnen K 3 fås 15,18 kg/time metanol og 17,82 kg/time MTB, som gjennom ledningen 15 igjen føres tilbake til kolonnen K 2. Fra sumpen av kolonnen K 3 tappes der gjennom ledningen 16
ut 70,38 kg/time MTB med en renhet på ca. 99,9 vektprosent.
Av 28,04 kg/time metanol og 100,02 kg/time raffinat I blir der altså fremstilt 70,38 kg/time høyren MTB og 54,07 kg/time raffinat II med et innhold på 0,13% isobuten (regnet metanolfritt). Ved omsetningen kunne man ikke konsta-tere noen tap av buten-1.
Claims (4)
1. Fremgangsmåte til samtidig fremstilling av ren metyl-tert.-butyléter (MTB) og så godt som isobutenfri C4-hydrokarbonblanding ved omsetning av det isobuten som inneholdes i en C^-hydrokarbonblanding, med overskytende metanol i væskefase ved forhøyede temperaturer på sterkt sure,makroporøse, organiske ionevekslerharpikser, karakterisert ved at man a) bringer metanol og isobuten til reaksjon i et molforhold på mellom 2 : 1 og 5 : 1 ved temperaturer på mellom 30 og 100°C, b) deretter fjerner de ikke omsatte hydrokarboner som hodeprodukt fra en rektifikasjonskolonne ved et trykk på 2 - 10 bar, c) rektifiserer sumpproduktet fra denne kolonne i en annen kolonne ved normaltrykk eller svakt overtrykk på opptil' 2 bar ved kolonnens hode og fører sumpproduktet fra denne rektifikasjon - evt. etter fraskillelse av en del av det dannede tert.butanol og Cg-alkenene - tilbake til den under a) nevnte reaksjon, og d) rektifiserer destillatet fra denne annen kolonne i en tredje rektifikasjonskolonne ved et trykk på 5 - 3 0 bar, igjen fører det herunder dannede destillat tilbake til innløpet til den annen kolonne og fører ren metyl-tert.butyleter ut fra sumpen i den tredje kolonne.
2. Fremgangsmåte som angitt i krav 1, karakterisert ved at man i trinn a) arbeider i et temperaturområde på 50 - 100°C.
3. Fremgangsmåte som angitt i krav 1, karakterisert ved at reaksjonstemperaturen i trinn a) i det forreste parti av katalysatorskiktet holdes på mellom 50 og 100°C og i det etterfølgende parti, som omfatter minst en tredjedel av reaksjonssonen, holdes på under 50°C og ned til en temperatur på 3 0°C.
4. Fremgangsmåte som angitt i et av de foregående krav, karakterisert ved at man i trinn a) anvender metanol og isobuten i et molforhold på mellom 2,5 : 1 og 4 : 1.
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| DE2853769A DE2853769C3 (de) | 1978-12-13 | 1978-12-13 | Verfahren zur gleichzeitigen Herstellung von reinem Methyl-tert.-butylether und einem C↓4↓-Kohlenwasserstoffgemisch, das wesentlich weniger als 1% Isobuten enthält |
Publications (3)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO793925L NO793925L (no) | 1980-06-16 |
| NO149659B true NO149659B (no) | 1984-02-20 |
| NO149659C NO149659C (no) | 1984-06-06 |
Family
ID=6057031
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO793925A NO149659C (no) | 1978-12-13 | 1979-12-03 | Fremgangsmaate til samtidig fremstilling av ren metyl-tert.-butyleter og vidtgaaende isobutenfri c4-hydrokarbonblanding |
Country Status (25)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4282389A (no) |
| JP (1) | JPS5592326A (no) |
| AR (1) | AR218791A1 (no) |
| AT (1) | AT370713B (no) |
| BE (1) | BE880581A (no) |
| BR (1) | BR7908129A (no) |
| CA (1) | CA1128552A (no) |
| CS (1) | CS236457B2 (no) |
| DD (1) | DD147664A5 (no) |
| DE (1) | DE2853769C3 (no) |
| ES (1) | ES486823A1 (no) |
| FI (1) | FI69052C (no) |
| FR (1) | FR2444021A1 (no) |
| GB (1) | GB2040924B (no) |
| HU (1) | HU182501B (no) |
| IL (1) | IL58936A (no) |
| IT (1) | IT1164090B (no) |
| NL (1) | NL7908945A (no) |
| NO (1) | NO149659C (no) |
| PL (1) | PL220320A1 (no) |
| PT (1) | PT70318A (no) |
| RO (1) | RO79319A (no) |
| SE (1) | SE445110B (no) |
| SU (1) | SU1367854A3 (no) |
| YU (1) | YU39574B (no) |
Families Citing this family (27)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE2629769C3 (de) * | 1976-07-02 | 1989-03-16 | Hüls AG, 4370 Marl | Verfahren zur Herstellung von reinem Methyl-tertiär-butyläther |
| DE3024147C2 (de) * | 1980-06-27 | 1983-05-05 | Edeleanu Gmbh, 6000 Frankfurt | Verfahren zur Auftrennung der bei der Verätherung von niederen i-Olefinen mit Methanol anfallenden Reaktionsprodukte |
| DE3036481A1 (de) * | 1980-09-27 | 1982-05-19 | EC Erdölchemie GmbH, 5000 Köln | Verfahren zur gemeinsamen herstellung von c 4 -oligomeren und alkyl-tert.-butylethern |
| DE3116779A1 (de) * | 1981-04-28 | 1982-11-04 | Veba Oel AG, 4660 Gelsenkirchen-Buer | Verfahren zur herstellung von alkoholen und aethern |
| DE3116780A1 (de) * | 1981-04-28 | 1982-11-04 | Veba Oel AG, 4660 Gelsenkirchen-Buer | Verfahren zur herstellung von sec.-butylalkohol und sec.-butyl-tert.-butylether |
| US4371718A (en) * | 1981-07-02 | 1983-02-01 | Phillips Petroleum Company | Using butenes to fractionate methanol from methyl-tertiary-butyl ether |
| DE3148109A1 (de) * | 1981-12-04 | 1983-06-09 | EC Erdölchemie GmbH, 5000 Köln | Verfahren zur herstellung von methyl-tert.-butylether (mtbe) und weitgehend von i-buten und vom methanol befreiten kohlenwasserstoff-raffinaten |
| US4413150A (en) * | 1981-12-18 | 1983-11-01 | Uop Inc. | Two product process for methyl tertiary butyl ether production |
| US4510022A (en) * | 1983-08-08 | 1985-04-09 | Lloyd Berg | Separation of isopropyl ether from isopropanol and water by extractive distillation |
| US4558168A (en) * | 1985-06-19 | 1985-12-10 | Air Products And Chemicals, Inc. | Production of high purity butene-1 from an n-butane feedstock |
| US4571439A (en) * | 1985-07-22 | 1986-02-18 | Tenneco Oil Company | Method for controlled oligomerization/etherification of propylene |
| US4761504A (en) * | 1986-12-29 | 1988-08-02 | Uop Inc. | Integrated process for high octane alkylation and etherification |
| US4797133A (en) * | 1986-12-29 | 1989-01-10 | Uop Inc. | Process for recovery of butene-1 from mixed C4 hydrocarbons |
| US4925989A (en) * | 1987-06-01 | 1990-05-15 | Texaco Inc. | MTBE preparation from isobutylene/TBA and methanol in presence of an acid resin catalyst |
| US5210327A (en) * | 1992-05-15 | 1993-05-11 | Uop | Etherification with skeletal olefin isomerization |
| US5276212A (en) * | 1992-12-29 | 1994-01-04 | Uop | Etherification with intermediate skeletal olefin isomerization |
| US5985100A (en) * | 1995-08-30 | 1999-11-16 | Basf Aktiengesellschaft | Process for separating butanol and dibutyl ether by means of dual-pressure distillation |
| US6660898B1 (en) * | 2000-11-03 | 2003-12-09 | Fortum Oil & Gas Oy | Process for dimerizing light olefins to produce a fuel component |
| EP1388528B1 (de) | 2002-08-06 | 2015-04-08 | Evonik Degussa GmbH | Verfahren zur Oligomerisierung von Isobuten in n-Buten-haltigen Kohlenwasserstoffströmen |
| DE102005062699A1 (de) | 2005-12-28 | 2007-09-06 | Oxeno Olefinchemie Gmbh | Verfahren zur Feinreinigung von 1-Buten-haltigen Strömen |
| JP6350259B2 (ja) * | 2013-12-27 | 2018-07-04 | 東レ株式会社 | 芳香族化合物異性体の製造方法 |
| US10512903B2 (en) | 2014-09-26 | 2019-12-24 | Total Research & Technology Feluy | Modified crystalline aluminosilicate for dehydration of alcohols |
| CN105859530B (zh) * | 2015-01-23 | 2018-04-06 | 上海优华系统集成技术有限公司 | 一种稳定塔与mtbe装置催化精馏塔联合循环设备 |
| WO2017005719A1 (en) | 2015-07-09 | 2017-01-12 | Total Research & Technology Feluy | Modified crystalline aluminosilicate for dehydration of alcohols |
| DK3509745T3 (da) | 2016-09-09 | 2020-08-10 | Total Res & Technology Feluy | Katalysatorsammensætning omfattende modificeret krystallinsk aluminosilikat til dehydrering af alkoholer |
| CN111132956B (zh) * | 2017-07-19 | 2023-04-25 | 沙特基础工业全球技术公司 | Mtbe萃余液在丙烯生产中的用途 |
| CN113058283A (zh) * | 2021-03-01 | 2021-07-02 | 中国石油化工股份有限公司 | Mtbe装置甲醇回收系统及工艺 |
Family Cites Families (7)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| IT1012690B (it) * | 1974-05-21 | 1977-03-10 | Snam Progetti | Procedimento per la produzione di eteri ter alchilici |
| IT1012686B (it) * | 1974-05-21 | 1977-03-10 | Snam Progetti | Procedimento per la preparazione di eteri ter alchilici |
| US3940450A (en) * | 1974-12-16 | 1976-02-24 | Texaco Inc. | Preparation and recovery of ethers |
| FR2312483A1 (fr) * | 1975-05-30 | 1976-12-24 | Erap | Procede de fabrication d'un alkyl tertiobutyl-ether a partir d'une coupe d'hydrocarbures en c4 |
| DE2629769C3 (de) * | 1976-07-02 | 1989-03-16 | Hüls AG, 4370 Marl | Verfahren zur Herstellung von reinem Methyl-tertiär-butyläther |
| DE2705538A1 (de) * | 1977-02-10 | 1978-08-17 | Basf Ag | Verfahren zur reindarstellung von methyl-tert.-butylaether |
| US4148695A (en) * | 1978-07-27 | 1979-04-10 | Texaco Inc. | Preparation and recovery of ethers |
-
1978
- 1978-12-13 DE DE2853769A patent/DE2853769C3/de not_active Expired
-
1979
- 1979-10-16 PT PT70318A patent/PT70318A/pt unknown
- 1979-11-30 AR AR279111A patent/AR218791A1/es active
- 1979-12-03 NO NO793925A patent/NO149659C/no unknown
- 1979-12-04 US US06/100,058 patent/US4282389A/en not_active Expired - Lifetime
- 1979-12-04 FR FR7929755A patent/FR2444021A1/fr active Granted
- 1979-12-06 YU YU2970/79A patent/YU39574B/xx unknown
- 1979-12-10 FI FI793844A patent/FI69052C/fi not_active IP Right Cessation
- 1979-12-10 SE SE7910153A patent/SE445110B/sv not_active IP Right Cessation
- 1979-12-11 CA CA341,648A patent/CA1128552A/en not_active Expired
- 1979-12-11 PL PL22032079A patent/PL220320A1/xx unknown
- 1979-12-11 IT IT51047/79A patent/IT1164090B/it active
- 1979-12-12 IL IL58936A patent/IL58936A/xx not_active IP Right Cessation
- 1979-12-12 BE BE0/198539A patent/BE880581A/fr not_active IP Right Cessation
- 1979-12-12 NL NL7908945A patent/NL7908945A/nl not_active Application Discontinuation
- 1979-12-12 AT AT0783179A patent/AT370713B/de not_active IP Right Cessation
- 1979-12-12 RO RO7999517A patent/RO79319A/ro unknown
- 1979-12-12 ES ES486823A patent/ES486823A1/es not_active Expired
- 1979-12-12 BR BR7908129A patent/BR7908129A/pt unknown
- 1979-12-12 DD DD79217602A patent/DD147664A5/de not_active IP Right Cessation
- 1979-12-12 SU SU792853139A patent/SU1367854A3/ru active
- 1979-12-12 GB GB7942889A patent/GB2040924B/en not_active Expired
- 1979-12-13 CS CS798765A patent/CS236457B2/cs unknown
- 1979-12-13 JP JP16089979A patent/JPS5592326A/ja active Granted
- 1979-12-13 HU HU79HU298A patent/HU182501B/hu not_active IP Right Cessation
Also Published As
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| NO149659B (no) | Fremgangsmaate til samtidig fremstilling av ren metyl-tert.-butyleter og vidtgaaende isobutenfri c4-hydrokarbonblanding | |
| KR100630153B1 (ko) | 노말 부텐으로부터 이소부텐의 분리방법 | |
| US10774020B2 (en) | Process for obtaining high-purity 1-butene from C4 hydrocarbon mixtures | |
| US4503265A (en) | Process for the production of methyl tert.-butyl ether (MTBE) and of hydrocarbon raffinates substantially freed from i-butene and from methanol | |
| US4513153A (en) | Integrated process for producing tert.butyl alkyl ethers and butene-1 | |
| US4302298A (en) | Process for isolating methyl tert-butyl ether from the reaction products of methanol with a C4 hydrocarbon cut containing isobutene | |
| NO155131B (no) | Fremgangsmaate til fremstilling av blandinger av isopropyl-tert.-butyleter og tert.-butylalkohol. | |
| US4448643A (en) | Isolation of isobutene from C4 -hydrocarbon mixtures containing isobutene | |
| EP0605822A1 (en) | Integrated process for the production of methyl tert-butyl ether (mtbe) | |
| CA1189875A (en) | Process for preparing sec-butyl alcohol and sec-butyl tert-butyl ether | |
| US6005150A (en) | Process for the production of butene-1 from a mixture of C4 olefins | |
| US6156947A (en) | Process for the production of butene-1 from a mixture of C4 olefins | |
| US6596913B1 (en) | Recovery of tertiary butyl alcohol | |
| JP2691223B2 (ja) | イソアミレン中の２‐メチル‐２‐ブテン濃度の増加 | |
| JPS5920232A (ja) | ｎ−ブテンの製造方法 | |
| NO144524B (no) | Fremgangsmaate for fremstilling av lavere-alkyl-tert-butyleter henholdsvis lavere-alkyl-tert-amyleter | |
| TWI757903B (zh) | 源自混合C4s之高純度異丁烷及丁烯-1之共同生產 | |
| US2396416A (en) | Diolefin preparation | |
| NO831759L (no) | Fremgangsmaate for fremstilling av tert. butyl-alkyletere | |
| US6262314B1 (en) | Process for preparation of ethers in a catalytic distillation column | |
| JPS5951224A (ja) | Ｃ↓４炭化水素留分からイソブチレンを分離する方法 | |
| RU2271349C1 (ru) | Способ переработки изобутена в углеводородной смеси | |
| US6362386B1 (en) | Method and device for obtaining isobutenes from conjugated hydrocarbons | |
| KR830002055B1 (ko) | 메틸 3급 부틸에테르와 이소부텐부존 c_4-탄화수소의 혼합물 제조방법 | |
| US3592871A (en) | Process for separating an alkylate-containing hydrocarbon mixture utilizing a stripping and partial condensation system |