專利名稱：低碳烯烴直接水合生產(chǎn)低碳醇的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種低碳烯烴制備低碳醇的方法。
早期烯烴直接水合制醇采用原料烯烴一次通過反應(yīng)器，在樹脂催化劑存在下進行水合反應(yīng)。如英國專利1,374,368,1,386,195，該工藝采用大水/烯摩爾比的方法來獲得較高的轉(zhuǎn)化率。由于該工藝用水量大，能耗高，不經(jīng)濟，因此該工藝逐漸為小水/烯摩爾比、烴循環(huán)工藝所取代，如美國專利4,476,333,4,831,197，均采用烴循環(huán)工藝。這種工藝與大水/烯比工藝相比有明顯的優(yōu)越性，已為目前工業(yè)生產(chǎn)所采用。小水/烯比烴循環(huán)工藝，把反應(yīng)器出口未反應(yīng)的烯烴大部分再返回反應(yīng)器與新鮮原料一起進行水合反應(yīng)，用控制烴循環(huán)比的方法來維持一定的總轉(zhuǎn)化率。這種方法最適于對總轉(zhuǎn)化率要求不高，反應(yīng)后的尾氣有特定的用途的工藝；對于尾氣沒有特殊用途，要求總轉(zhuǎn)化率高的工藝來說就不具備優(yōu)越性了。
英國專利1,374,368中，在酸性陽離子交換樹脂存在下，采用大于100∶1的水/烯比進行正丁烯的液相水合試驗，要求溫度高于100℃，最好高于130℃。產(chǎn)物中有大量水相，水中含有小于2.5％的仲丁醇，如原料不純則還會含有少量的其它有機物。在水/烯摩爾比為173∶1，原料為100％正丁烯的情況下，進水量為25mol/h，進烴量為0.14到0.15mol/h，達到所舉例中的最高轉(zhuǎn)化率70％，產(chǎn)品水溶液中含1.7％(m)仲丁醇。另一例中的水/烯比為161∶1，正丁烯濃度為59.5％(m)，其它反應(yīng)條件與上例大體相同，轉(zhuǎn)化率為38％。雖然水/烯比大，具有單程轉(zhuǎn)化率高的優(yōu)點，但從工藝角度看，水/烯比大則總的循環(huán)水量大，能耗增加，經(jīng)濟效益下降。
美國專利4,476,333，是在酸性陽離子交換樹脂存在下，采用小水/烯比進行正丁烯的液相水合試驗，其工藝流程為新鮮脫離子水和新鮮原料從底部進入反應(yīng)器，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)相分離器底部排出含醇水溶液，頂部排出的有機相進入加壓塔。加壓塔底部排出粗低碳醇，頂部排出含有烯烴的未反應(yīng)烴，其中一部分作為循環(huán)烴返回反應(yīng)器，另一部分作為尾烴經(jīng)由管線排放(見圖3)。在水/烯分子比為4∶1，進入反應(yīng)器的正丁烯濃度為78～81％(m)，反應(yīng)溫度為150℃，反應(yīng)壓力為70巴的條件下，其轉(zhuǎn)化率為52.6％，仲丁醇時空產(chǎn)率為1.6mol/Lh.。該專利的總轉(zhuǎn)化率比較低，對于反應(yīng)尾氣沒有特定的用途的情況來說，原料損失較大，在經(jīng)濟上不可取。
總之，以上兩類技術(shù)雖有各自的優(yōu)點，但卻都存在轉(zhuǎn)化率低的缺點，并且一個還存在能耗高，另外一個還存在原料損失較大的問題。
針對以上所述現(xiàn)有技術(shù)所存在的不足之處，本發(fā)明的目的是提出一種能耗不高，總轉(zhuǎn)化率高的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的方法。
本發(fā)明的目的是通過如下技術(shù)方案實現(xiàn)的采用主副兩個反應(yīng)器進行水合反應(yīng)，從主反應(yīng)器出來的未反應(yīng)的烯烴在副反應(yīng)器中再進行一次水合反應(yīng)，從而提高原料的總轉(zhuǎn)化率。
按本發(fā)明的方法，含低碳烯烴的原料烴與從副反應(yīng)器來的含醇水溶液和由分離裝置來的循環(huán)烴混合，一起進入主反應(yīng)器。反應(yīng)產(chǎn)物從主反應(yīng)器排出，然后經(jīng)分離裝置分出水，產(chǎn)品低碳醇、副產(chǎn)低碳醚和含低碳烯烴的烴組分。含低碳烯烴的烴組分一部分循環(huán)回主反應(yīng)器，另一部分與新鮮脫離子水混合后進入副反應(yīng)器，反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)相分離器分離后，烴相排出，含醇水相循環(huán)回主反應(yīng)器。與以往工藝(如美國專利4,476,333)對比，本發(fā)明采用了一個副反應(yīng)器將以往工藝中的排出烴用新鮮脫離子水進行水合反應(yīng)，尾烴排出送燃料系統(tǒng)，水相直接進入主反應(yīng)器替代以往工藝中的新鮮水進行水合反應(yīng)。
按照本發(fā)明的方法，在主反應(yīng)器中未反應(yīng)的低碳烯烴也可不循環(huán)回主反應(yīng)器，直接全部與脫離子水混合后，進入副反應(yīng)器進行水合反應(yīng)。
進入主反應(yīng)器的原料烴是含80m％～90m％的C2～C5直鏈烯烴的原料烴，由副反應(yīng)器生成的含醇水溶液含C2～C5醇為0.5m％～2m％。
新鮮低碳烯烴原料與主反應(yīng)器反應(yīng)后分離出來的循環(huán)烴及經(jīng)過副反應(yīng)器分離出來的含醇水溶液按水/烯比為1～20∶1的比例混合進入主反應(yīng)器，以液態(tài)水為連續(xù)相，在裝有強酸性陽離子交換樹脂催化劑的反應(yīng)器中反應(yīng)。反應(yīng)溫度70～200℃，反應(yīng)壓力1～12Mpa。主反應(yīng)器出來的的物料降溫、降壓后進入分離系統(tǒng)，分離出水、產(chǎn)品低碳醇、副產(chǎn)低碳醚和含低碳烯烴的烴組分。含低碳烯烴組分一部分循環(huán)回主反應(yīng)器，另一部分與新鮮脫離子水混合，進入副反應(yīng)器中進行水合反應(yīng)，水/烯分子比為100～300∶1，副反應(yīng)器所用的催化劑也是強酸型陽離子交換樹脂催化劑，其種類可與主反應(yīng)器相同。反應(yīng)產(chǎn)物經(jīng)相分離器分離出烴相排出，水相進入主反應(yīng)器。
主反應(yīng)器的反應(yīng)物料是從下部進入，產(chǎn)物從上部排出，反應(yīng)器內(nèi)連續(xù)相是水；副反應(yīng)器的反應(yīng)原料從上部進入，產(chǎn)物從下部排出，反應(yīng)器內(nèi)的連續(xù)相是超臨界或亞臨界狀態(tài)的烴。
主反應(yīng)器的反應(yīng)溫度最好是在120～160℃，反應(yīng)壓力最好是在4～8Mpa，水烯分子比最好是在1～16∶1。
副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度最好是在120～160℃，反應(yīng)壓力最好是在4～8Mpa，水烯分子比最好是在1～200∶1。
進入主、副反應(yīng)器的反應(yīng)物料最好是在超臨界或亞界狀態(tài)下反應(yīng)。
本發(fā)明與現(xiàn)行技術(shù)的關(guān)鍵區(qū)別在于本發(fā)明增設(shè)了一個副反應(yīng)器，對現(xiàn)有技術(shù)的含低碳烯烴尾烴進行第二次水合反應(yīng)，進一步利用排放烴中的低碳烯烴。其中主反應(yīng)器的原料水是副反應(yīng)器的含醇水溶液，副反應(yīng)器的原料水是新鮮脫離子水。
本方法突出的優(yōu)點是總轉(zhuǎn)化率高，可達90％(mol)以上，大大地提高了原料的利用率和生產(chǎn)效率。另外，本方法主反應(yīng)器和副反應(yīng)器共用一套產(chǎn)品分離裝置，與現(xiàn)有技術(shù)相比只增加一個副反應(yīng)器，不增加生產(chǎn)低碳醇的單位能耗。


圖1是本發(fā)明的流程圖Ⅰ。
圖2是本發(fā)明的流程圖Ⅱ。
圖3是現(xiàn)有技術(shù)(美國專利4,476,333)的流程簡圖。
實施例1工藝流程圖如圖1，新烴通過管線1與管線8來的循環(huán)烴及來自管線12的含低碳醇0.5～2m％的水溶液混合后進入主反應(yīng)器A，自下而上的通過樹脂催化劑床層，進行水合反應(yīng)，全部物料由反應(yīng)器頂部排出，經(jīng)由管線2進入粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)C分離出水沿管線6排出，反應(yīng)產(chǎn)物低碳醇沿管線3及低碳醚沿管線4排出，未反應(yīng)烴沿管線5一部分通過管線7進入副反應(yīng)器B，其余沿管線8返回主反應(yīng)器A。副反應(yīng)器B通過管線9進脫離子水，與從管線7來的未反應(yīng)烴混合在一起自上而下地通過副反應(yīng)器B，進行水合反應(yīng)。反應(yīng)后的全部物料沿管線10進入相分離器D，由相分離器D的頂部沿管線11排出尾烴，相分離器底部排出的含醇水溶液沿管線12進入主反應(yīng)器A。
主反應(yīng)器A為內(nèi)徑25mm、有效高度3m的不銹鋼管，內(nèi)裝強酸性陽離子交換樹脂催化劑1L，該樹脂催化劑的組成為苯乙烯二乙烯基苯共聚物占42.5m％，溴占36.5m％，磺酸基團占20.9m％。副反應(yīng)器B為內(nèi)徑25mm、有效高度1m的不銹鋼管，內(nèi)裝與主反應(yīng)器相同的樹脂催化劑108ml。主反應(yīng)器進新烴72.5g/h(含正丁烯92.0m％)，進循環(huán)烴794g/h(含正丁烯70.0m％)，副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯70.0m％)19.1g/h，進新鮮脫離子水700g/h，主副反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)溫度為155℃，反應(yīng)壓力8.0Mpa。在上述條件下，正丁烯的總轉(zhuǎn)化率為90％(mol)，仲丁醇產(chǎn)率為71.6g/l.h。
例2與例1工藝流程相同，所用催化劑及原料性質(zhì)相同。主反應(yīng)器內(nèi)裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑126ml。在主反應(yīng)器內(nèi)進新烴85.1g/h(含正丁烯92.0％(m))，進循環(huán)烴955g/h(含正丁烯70.0％(m))。副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯70.0m％)22.5g/h，進新鮮脫離子水700g/h。主、副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度155℃、反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為90％(mol)，仲丁醇產(chǎn)率為81.9g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚產(chǎn)率為0.8g/L.h。
例3與例1工藝流程相同，所用催化劑及原料烴性質(zhì)相同。主反應(yīng)器內(nèi)裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑120ml。主反應(yīng)器進新烴85g/h(含正丁烯92.0％(m))，進循環(huán)烴971g/h(含正丁烯68.6％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯68.6m％)21.7g/h，進新鮮脫離子水700g/h。主副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率90.5mol％，仲丁醇產(chǎn)率82.1g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚1.3g/L.h。
例4
工藝流程與例1相同，主副反應(yīng)器所用樹脂催化劑的組成為苯乙烯二乙烯基苯共聚物占42.1m％，溴占38.6m％，磺酸基團占19.3m％。原料正丁烯含量為88m％。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑111ml。主反應(yīng)器進新烴74.9 g/h(含正丁烯88.0％(m))，循環(huán)烴1135g/h(含正丁烯60.0％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯60.0m％)23.2g/h，進新鮮脫離子水700g/h。主、副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為90mol％，仲丁醇產(chǎn)率為72.6g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚產(chǎn)率為1.1g/L.h。
例5工藝流程及催化劑與例4相同，原料烴正丁烯含量為80m％。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑185ml。主反應(yīng)器進新烴95.6g/h(含正丁烯80.0％(m))，進循環(huán)烴1225g/h(含正丁烯54.5％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯54.5m％)42.1g/h，進新鮮脫離子水1000g/h。主、副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為85mol％，仲丁醇產(chǎn)率71.6g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚產(chǎn)率為1.0g/L.h。
例6工藝流程、原料烴均與例1相同，催化劑與例4相同。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑235ml。主反應(yīng)器進新烴83g/h(含正丁烯92.0％(m))，進循環(huán)烴1109g/h(含正丁烯68.6％(m))，副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯68.6m％)21.2g/h，進新鮮脫離子水600g/h。主、副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力6.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率91.6mol％，仲丁醇產(chǎn)率為72.9g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚2.3g/L.h。
例7工藝流程、原料烴均與例1相同，催化劑與例4相同。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑79ml。在主反應(yīng)器中進新烴71.2g/h(含正丁烯92.0％(m))，循環(huán)烴1136g/h(含正丁烯63.2％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯63.2m％)15.5g/h，進新鮮脫離子水600g/h。主、副反應(yīng)器的反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為92.5mol％，仲丁醇產(chǎn)率為71.9g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚產(chǎn)率為2.2g/L.h。
例8工藝流程、原料烴均與例1相同，主、副反應(yīng)器所用樹脂催化劑的組成為苯乙烯二乙烯基苯共聚物占45.4m％，溴占35.7m％，磺酸基團占18.9m％。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑125ml，主反應(yīng)器進新烴83.9g/h(含正丁烯92.0％(m))，循環(huán)烴957g/h(含正丁烯70.0％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯70.0m％)22.2g/h，進新鮮脫離子水700g/h。主、副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度均為155℃、反應(yīng)壓力6.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為90mol％，仲丁醇產(chǎn)率80.3g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚1.2g/L.h。
例9工藝流程、原料烴均與例1相同，催化劑與例8相同。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑114ml，主反應(yīng)器進新烴76.8g/h(含正丁烯92.0％(m))，循環(huán)烴966g/h(含正丁烯70.0％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯70.0m％)20.3g/h，進新鮮脫離子水700g/h。主、副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度155℃、反應(yīng)壓力4.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為90mol％，仲丁醇產(chǎn)率73.4g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚1.1g/L.h。
例10工藝流程、原料烴均與例1相同，催化劑與例8相同。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑56ml，主反應(yīng)器進新烴71g/h(含正丁烯97.0％(m))，循環(huán)烴721.3g/h(含正丁烯76.4％(m))；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含正丁烯76.4m％)9.0g/h，進新鮮脫離子水500g/h。主反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度155℃、反應(yīng)壓力8.0MPa；副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度155℃、反應(yīng)壓力6.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率為95m0l％，仲丁醇產(chǎn)率80.2g/L.h，副產(chǎn)二仲丁基醚1.6g/L.h。
例11工藝流程如圖2，新烴通過管線1與來自管線12的含低碳醇0.5m～2m％的水溶液混合后進入主反應(yīng)器A，自上而下地通過樹脂催化劑床層，進行水合反應(yīng)，全部物料由反應(yīng)器底部排出，經(jīng)由管線2進入粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)C分離出的水沿管線6排出，反應(yīng)產(chǎn)物低碳醇沿管線3及低碳醚沿管線4排出，未反應(yīng)烴沿管線5通過管線7進入副反應(yīng)器B。管線9所進的脫離子水，與從管線7來的未反應(yīng)烴混合在一起自上而下地通過副反應(yīng)器B，進行水合反應(yīng)。反應(yīng)后的全部物料沿管線10進入相分離器D，由相分離器D的頂部沿管線11排出尾烴，相分離器底部排出的含醇水溶液沿管線12進入主反應(yīng)器。
催化劑與例8相同，烯烴原料為丙烯。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑100ml，主反應(yīng)器進新烴222g/h(含丙烯95.0％(m))，無循環(huán)烴；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分(含丙烯77.8m％)50g/h，進新鮮脫離子水1400g/h。主、副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度135℃，反應(yīng)壓力6.0MPa。丙烯總轉(zhuǎn)化率為98mol％，異丙醇產(chǎn)率179g/L.h，副產(chǎn)二異丙醚7.4g/L.h。
例12工藝流程如圖2，催化劑與例8相同，原料烴與例11相同。主反應(yīng)器裝催化劑1L，副反應(yīng)器裝催化劑56ml，主反應(yīng)器進新烴222g/h(含丙烯99.0％(m))，無循環(huán)烴；副反應(yīng)器進粗產(chǎn)物分離系統(tǒng)頂部出來的含未反應(yīng)烯烴的烴組分40.1g/h(含丙烯94.5％(m))，進新鮮脫離子水1000g/h。主反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度135℃、反應(yīng)壓力8.0MPa；副反應(yīng)器內(nèi)反應(yīng)溫度135℃、反應(yīng)壓力6.0MPa。丙烯總轉(zhuǎn)化率為99mol％，異丙醇產(chǎn)率201g/L.h，副產(chǎn)二異丙醚4.2g/L.h。
比較例1工藝流程見圖3。新烴通過管線1’與管線8’來的循環(huán)烴混合后經(jīng)管線3’進入反應(yīng)器A。管線2’來的新鮮脫離子水與相分離器D裝置底部經(jīng)管線10’來的水混合后進入主反應(yīng)器A。烴類與水自下而上地通過樹脂催化劑床層，進行水合反應(yīng)，全部物料由反應(yīng)器頂部排出，經(jīng)由管線4’進入相分離器D分離出水沿管線10’排出與新鮮脫離子水混合后進入反應(yīng)器A。相分離器D分離出的烴類經(jīng)管線5’進入加壓塔C’，反應(yīng)產(chǎn)物仲丁醇沿管線9’排出，未反應(yīng)烴沿管線6’一部分通過管線7’排放，其余沿管線8’全部返回主反應(yīng)器A。
催化劑、原料烴與例1相同，與例1的差別僅僅是沒有副反應(yīng)器系統(tǒng)，不回收排放烴中的低碳烯烴。原料烴及脫離子水由反應(yīng)器底部進入，經(jīng)過催化劑床層進行水合反應(yīng)，反應(yīng)后全部物料由反應(yīng)器頂部排出，進入分離系統(tǒng)，在分離裝置中分離出低碳醇、低碳醚及水，未反應(yīng)的低碳烯烴大部分作為循環(huán)烴返回反應(yīng)器A，其中一小部分作為排放烴排出系統(tǒng)。
反應(yīng)器裝催化劑1L，由反應(yīng)器下部進新烴72.5g/h(其中含正丁烯92％(m))，進循環(huán)烴794g/h(其中含正丁烯70.0％(m))進脫離子水700g/h。排放尾烴19.1g/h(含正丁烯70.0％(m))。反應(yīng)溫度145℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率80mol％，仲丁醇產(chǎn)率70.5g/L.h。
比較例2工藝流程、催化劑、原料烴與比較例1相同。反應(yīng)器裝催化劑1L，進新烴85.1g/h(含正丁烯92.0％(m))，進循環(huán)烴955g/h(含正丁烯70.0％(n))，進脫離子水700g/h。排放尾烴22.5g/h(含正丁烯70.0％)。反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率80mol％，仲丁醇產(chǎn)率81.9g/L.h，仲丁醚產(chǎn)率0.8g/L.h。
比較例3工藝流程、催化劑、原料烴與比較例1相同。反應(yīng)器裝催化劑1L，由反應(yīng)器下部進新烴85g/h(含正丁烯92.0％(m))，進循環(huán)烴971g/h(含正丁烯68.6％(m))，排放尾烴21.7g/h(含正丁烯68.6％(m))，進脫離子水700g/h。反應(yīng)溫度155℃，反應(yīng)壓力8.0MPa。正丁烯總轉(zhuǎn)化率81mol％，仲丁醇產(chǎn)率83.7g/L.h，副產(chǎn)仲丁醚1.3g/L.h。
權(quán)利要求
1.一種低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，在強酸型陽離子交換樹脂催化劑存在下，含有低碳烯烴的原料烴與原料水及循環(huán)烴混合后，進入主反應(yīng)器，然后進入粗產(chǎn)物分離裝置，其特征在于在粗產(chǎn)物分離裝置后還設(shè)有副反應(yīng)器及相分離器，由粗產(chǎn)物分離裝置出來的在主反應(yīng)器中未反應(yīng)的含低碳烯烴的烴組分一部分作為循環(huán)烴返回主反應(yīng)器，另一部分與脫離子水混合后，進入副反應(yīng)器中進一步進行水合反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進入相分離器中分離，所分離出的含醇水溶液，作為主反應(yīng)器的原料水進入主反應(yīng)器，所分離的烴相排出裝置。
2.按權(quán)利要求1所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的由粗產(chǎn)物分離裝置出來的在主反應(yīng)器中未反應(yīng)的含低碳烯烴的烴組分全部與脫離子水混合，然后進入副反應(yīng)器中進一步進行水合反應(yīng)，反應(yīng)產(chǎn)物進入相分離器中分離，所分離出的含醇水溶液，作為主反應(yīng)器的原料水進入主反應(yīng)器，所分離的烴相排出裝置。
3.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述含有低碳烯烴的原料烴是含有80m％～99m％C2～C5直鏈烯烴的原料烴。
3.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的含醇水溶液是由副反應(yīng)器生成的含C2～C5醇為0.5m％～2m％的水溶液。
4.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述主反應(yīng)器中水/烯摩爾比是1～20∶1。
5.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述副反應(yīng)器中水/烯摩爾比是100～300∶1。
6.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述主反應(yīng)器的反應(yīng)原料是自下而上通過催化劑床層，液態(tài)水是連續(xù)相。
7.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述副反應(yīng)器的反應(yīng)原料是自上而下通過催化劑床層，超臨界態(tài)烴是連續(xù)相。
8.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述主反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)溫度是70～200℃，反應(yīng)壓力是1～12Mpa。
9.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述副反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)溫度是70～200℃，反應(yīng)壓力是1～12MPa。
10.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的主反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)溫度是120～160℃，反應(yīng)壓力是4～8Mpa。
11.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的副反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)溫度是120～160℃，反應(yīng)壓力是4～8Mpa。
12.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的主反應(yīng)器中水烯摩爾比是1～16∶1。
13.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的副反應(yīng)器中水烯摩爾比是1～200∶1。
14.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的主反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)物料是在超臨界或亞臨界狀態(tài)下反應(yīng)的。
15.按權(quán)利要求1或2所述的低碳烯烴直接水合連續(xù)生產(chǎn)低碳醇的工藝方法，其特征在于所述的副反應(yīng)器內(nèi)的反應(yīng)物料是在超臨界或亞臨界狀態(tài)下反應(yīng)的。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種C
文檔編號C07C29/04GK1210847SQ9711640
公開日1999年3月17日 申請日期1997年9月10日 優(yōu)先權(quán)日1997年9月10日
發(fā)明者吳振國, 朱書奎, 翟慶銅, 萬疆, 左永立, 張淑梅, 蘇杰, 姜曉暉 申請人:中國石油化工總公司, 中國石油化工總公司撫順石油化工研究院