CN1158228C - 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；本发明还增设第二醚化反应区中分馏塔塔底回流线或侧采出线，以提高进入醚裂解反应器的叔烷基醚原料量，从而增加该***的异烯烃产品量；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；本发明还将分离出的低分子量醚的轻组分馏分循环至醚合成反应器，以抑制醚化反应中的副反应，从而提高该***醇的利用率。

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—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***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；本发明还增设第二醚化反应区中分馏塔塔底回流线或侧采出线，以提高进入醚裂解反应器的叔烷基醚原料量，从而增加该***的异烯烃产品量；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***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送入分馏塔C1，以获得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O1、高纯度叔烷基醚的有机馏分B1和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B2；

其中工序2所得的高纯度叔烷基醚馏分B1从第一分馏塔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O1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B2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送入分馏塔C1，以获得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O1、高纯度叔烷基醚的有机馏分B1和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B2；

(3)将工序2得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的侧线馏分B1送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R3，以制得含有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P3；

(4)将工序3得到的产品P3送入分馏塔C4，以获得主要含工序3所得到的大部分异烯烃、少量醇、少量低分子量醚轻组分的馏分O6和主要含醇、未裂解叔烷基醚的馏分B6。

其中工序2所得的高纯度叔烷基醚馏分B1从第一分馏塔C1的例线采出，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O1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B2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送入分馏塔C1，以获得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O1、高纯度叔烷基醚的有机馏分B1和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分B2；

(3)将工序2得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的侧线馏分B1送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R3，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品P3，之后进行工序7；

(7)将工序3得到的产品P3送入醇水洗分离区L2，以得到主要含水、醇的水相B7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O8a，之后进行工序4；

(4)将工序7得到至少一部分有机相O8a送入分馏塔C4，以获得主要含工序3所得到的大部分异烯烃、少量低分子量醚轻组分的馏分O6和未裂解叔烷基醚的馏分B6a。

其中工序2所得的高纯度叔烷基醚馏分B1从第一分馏塔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O1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B2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、C₁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1～16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1～16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            R2—    醚化反应区

C1—  分馏塔                C2—    分馏塔

Mn—  静态混合器            Vn—    分离罐

C3—  分馏塔                L1    醇水洗分离区

R3—  醚裂解反应区          C4—    分馏塔

L2  醇水洗分离区

Mm—  静态混合器            Vm—    分离罐

C5—  分馏塔                C6—    分馏塔

本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺包括工序1和工序2(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送入分馏塔C1，得到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O1、由该塔侧线采出的高纯度叔烷基醚馏分B1、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B2。有机馏分O1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5、5a和18f送回到醚化反应区R1和/或经管线5、5a、18e、18d和8送回至醚化反应区R2(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4)，优选进行进一步分离；高纯度叔烷基醚馏分B1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B2可用作燃料添加剂等。

本发明异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1和2存在时还包括工序5(参见附图2、图3)，在工序5中，将来自工序2的分馏塔C1塔顶的至少一部分馏分O1经管线5与来自管线1b送入的新鲜醇混合后经管线8送入醚化反应区R2，得到主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品P2，将产品P2经管线9送入分馏塔C2，得到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塔顶馏分O2(或O2a)，馏分O2(或O2a)可用作有机化工原料或液化气等、也可以送入下一组醚化反应器和分馏塔(如果该馏分中还存在未反应的异烯烃)、也可以进行除醇处理、还可以部分经管线10、10a、18c、18e和18f循环至醚化反应区R1和/或经管线10、10a、18c、18d和8循环至醚化反应区R2(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4)，优选进行除醇处理。为了回收分馏塔C2中富含叔烷基醚的馏分，本发明采用以下二种工艺流程：流程1(参见附图2)：将至少一部分高纯度叔烷基醚馏分B1a从分馏塔C2提馏段内的侧线采出，直接送入醚裂解反应区R3(未示出)；至少含有一种低聚异烯烃重组分的塔底馏分B2a经管线12c排出。高纯度叔烷基醚馏分B1a可用作燃料添加剂、化工原料或经管线11与馏分B1合并用于进一步裂解制异烯烃；馏分B2a可用作燃料添加剂等。流程2(参见附图3)：将至少一部分主要含至少一种叔烷基醚和至少含有一种低聚异烯烃重组分的塔底馏分B3经管线12和12a返回到工序2的分馏塔C1，另一部分塔底馏分B3经管线12b送入醚储罐，可用作燃料添加剂或化工原料。

为了将未反座混合烃、少量的低分子量醚轻组分与醇分离，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1、2存在时或工序1、2、5存在时还包括工序6(参见附图4)，在工序6中，将从工序2的分馏塔C1得到的至少一部分塔顶馏分O1经管线5、5b、8a和10b送入醇水洗分离区L1，和/或从工序5的分馏塔C2得到的至少一部分塔顶馏分O2(O2a)经管线10和10b送入醇水洗分离区L1，新鲜水W1经管线14和13进入醇水洗分离区L1，得到主要含水、醇的水相B4和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。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B4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使未反应混合烃与低分子量醚分离、还可以部分经管线16、16a、18b、18c、18e和18f循环至醚化反应区R1和/或经管线16、16a、18b、18c、18d和8循环至醚化反应区R2(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4)，优选进行进一步分离。

为了进一步回收水馏分中的醇，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存在时还包括工序8(参见附图4)，在工序8中，将来自工序6中的至少一部分含醇水相B4经管线17送入醇回收分馏塔C5，以获得贫醇的水馏分B8和富醇馏分O9。至少一部分塔顶得到的富醇馏分O9经管线28、28a、2、3和/或28、28b、5b、8循环至醚化反应区R1和/或醚化反应区R2，分馏塔C5的至少一部分(优选大部分)塔底水馏分B8经管线29、29a和13进入醇水洗分离区L1，可将少量的分馏塔C5的塔底水经管线29、29b排出。当醇水洗分离区L1使用回用水(循环水)时，还可经管线14和13向醇水洗分离区L1补加一部分新鲜水W1。

为进一步将有机相O4中轻组分和未反应混合烃分离，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存在时还包括工序9(参见附图4)，在工序9中，将从醇水洗分离区L1得到的至少一部分(优先大部分)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经管线16送入工序9的分馏塔C3，得到主要含有低分子醚轻组分O5和主要含有未反应混合烃的馏分B5。主要含有未反应混合烃B5馏分经管线19排出；主要含有低分子醚轻组分O5可以经管线18排出，还可以部分经管线18a、18b、18c、18e和18f送回至醚化反应区R1和/或经管线18a、18b、18c、18d和8送回至醚化反应区R2，优选循环至醚化反应区R1和/或R2，可抑制醚化反应区R1和R2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包括工序1、工序2、工序3和工序4(参见附图5)，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送入分馏塔C1，得到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O1、由该塔侧线采出的高纯度叔烷基醚馏分B1、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B2。有机馏分O1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5、5a和18f送回到醚化反应区R1和/或经管线5、5a、18e、18d和8送回至醚化反应区R2(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9)，优选进行进一步分离；高纯度叔烷基醚馏分B1可经管线6和6a可送至燃料添加剂储罐、化工原料或用于进一步裂解制异烯烃；馏分B2可用作燃料添加剂等。在工序3中，将至少一部分来自工序2的分馏塔C1的高纯度叔丁基醚馏分B1经管线6和6b送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区R3，得到含有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P3，将从醚裂解反应区R3中得到的合有至少一种异烯烃至少一种醇的产品P3送至工序4。在工序4中，将醚裂解产品P3经管线20送入分馏塔C4，得到主要含异烯烃、醇和低分子量醚轻组分的馏分O6和含醇和未裂解叔烷基醚的馏分B6。将至少一部分含醇和未裂解叔烷基醚的馏分B6经管线22、22a和3返回至醚化反应区R1和/或经管线22、22a和22c至醚化反应区R2(参见图6)，另一部分B6馏分可经管线22和22b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O6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和4存在时还包括工序5(参见附图6)，在工序5中，将来自工序2的分馏塔C1塔顶的至少一部分馏分O1经管线5与来自管线1b送入的新鲜醇和/或经管线22、22a和22c送入的含醇和未裂解叔烷基醚的馏分B6混合后经管线8送入醚化反应区R2，得到主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品P2，将产品P2经管线9送入分馏塔C2，得到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塔顶馏分O2(或O2a)，馏分O2(或O2a)可用作有机化工原料或液化气等、也可以送入下一组醚化反应区和分馏器(如果该馏分中还存在未反应的异烯烃)、也可以进行除醇处理、还可以部分经管线10、10a、18c、18e和18f循环至醚化反应区R1和/或经管线10、10a、18c、18d和8循环至醚化反应区R2(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9)，优选进行除醇处理。为了回收分馏塔C2中富含叔烷基醚的馏分，本发明采用以下二种工艺流程：流程1(参见附图6)：将至少一部分高纯度叔烷基醚馏分B1a从分馏塔C2提馏段内的侧线采出，直接送入醚裂解反应区R3；至少含有一种低聚异烯烃重组分的塔底馏分B2a经管线12c排出。高纯度叔烷基醚馏分B1a可用作燃料添加剂或与经管线11馏分B1合并用于进一步裂解制异烯烃；馏分B2a可用作燃料添加剂等。流程2(参见附图6)：将至少一部分主要含至少一种叔烷基醚和至少含有一种低聚异烯烃重组分的塔底馏分B3经管线12和12a返回到工序2的分馏塔C1，另一部分塔底馏分B3经管线12b送入醚储罐，可用作燃料添加剂或化工原料。

为了将醚合成工艺未反应混合烃、少量的低分子量醚轻组分与醇分离，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1、2、3和4存在时或工序1、2、3、4和5存在时还包括工序6(参见附图7)，在工序6中，将从工序2的分馏塔C1得到的至少一部分塔顶馏分O1经管线5、5b、8a和10b送入醇水洗分离区L1，和/或从工序5的分馏塔C2得到的至少一部分塔顶馏分O2(O2a)经管线10和10b送入醇水洗分离区L1，将新鲜水W1经管线14送入醇水洗分离区L1，得到主要含水、醇的水相B4和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。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优选静态混合器和分离罐(参见附图11、12)。主要含水、醇的水相B4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使未反应混合烃与低分子量醚分离、还可以经管线16、16a、18b、18c、18e和18f循环至醚化反应区R1和/或经管线16、16a、18b、18c、18d和8循环至醚化反应区R2(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9)，优选进行进一步分离。

为了将醚裂解工艺所得的异烯烃与醇分离，本发明的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺在工序1、2、3和4存在时或工序1、2、3、4和5存在时或工序1、2、3、4、5和6存在时还包括工序7(参见附图7)，在工序7中，将来自工序4的分馏塔C4的塔顶馏分O6经管线21送入醇水洗分离区L2，将新鲜水经管线24送入醇水洗分离区L2，得到主要含水、醇的水相B7和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O8。所述的醇水洗分离区L2选用至少一个水洗塔T2或至少一组静态混合器Mm和分离罐Vm。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(参见附图11、12)。主要含水、醇的水相B4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。

为了进一步回收水馏分中的醇，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8(参见附图8)，在工序8中，将来自工序6的至少一部分含醇水相B4经管线17送入醇回收分馏塔C5，和/或将来自工序7的含醇水相B7经管线27送入醇回收分馏塔C5，以获得贫醇的水馏分B8和富醇馏分O9。塔顶得到的至少一部分(优选大部分)富醇馏分O9经管线28、28a、2、3和/或28、28b、5b、8送回至醚化反应区R1和/或醚化反应区R2，分馏塔C5的塔底的至少一部分(优选大部分)水馏分B8送回至醇水洗分离区L1和/或水洗分离区L2，可将少量的分馏塔C5的塔底水经管线29、29b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，还可以通过管线14、13向醇水洗分离区L1和/或通过管线24、23向醇水洗分离区L2补加一部分新鲜水W1和/或W2。

为进一步将有机相O4中轻组分和未反应混合烃分离，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存在时还包括工序9(参见附图9)，在工序9中，将从醇水洗分离区L1得到的至少一部分(优选大部分)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经管线16送入工序9的分馏塔C3，得到主要含有低分子醚轻组分O5和主要含有未反应混合烃的馏分B5。主要含有未反应混合烃B5馏分经管线19排出；主要含有低分子醚轻组分O5可以经管线18排出，还可以经管线18a、18b、18c、18e和18f送回至醚化反应区R1和/或经管线18a、18b、18c、18d和8送回至醚化反应区R2，优选循环至醚化反应区R1和/或R2，可抑制醚化反应区R1和R2中的低分子量醚等副产物生成，提高醇的选择性。

为进一步将有机相O8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10(参见附图10)，在工序10中，将从醇水洗分离区得到主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相O8经管线26送入工序10的分馏塔C6，得到主要含有低分子醚轻组分馏分O10和高纯度异烯烃馏分B9。高纯度异烯烃B9经管线31排出，可用作聚合原料。主要含有低分子醚轻组分馏分O10可经管线30排出，还可将至少一部分塔顶馏分O10经管线30、30a、18b、18c、18e和18f返回醚化反应区R1和/或经管线30、30a、18b、18c、18d和8返回醚化反应区R2(参见附图10)，优选循环至醚化反应区R1和/或R2，可抑制醚化反应区R1和R2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13)，其与上述的叔烷基醚合成与裂解联合工艺的主要区别在于：来自工序3的醚裂解区的醚裂产物P3先进入工序7的醇水洗分离区L2，得到含水、醇的水相B7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O8a，来自醇水洗分离区L2的有机相O8a进入工序4的分馏塔C4，得到主要含有异烯烃和低分子量醚的馏分O6a和主要含未裂解叔烷基醚的馏分B6a，分馏塔C4塔顶馏分O6a进入分馏塔C6塔，主要含未裂解叔烷基醚的馏分B6a循环至醚裂解反应区R3，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C5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3中的醚裂解反应区的条件如下：醚裂解反应区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4中的分馏塔C4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5中的醚化反应区R2操作条件如下：醚化反应区R2中装入的催化剂同工序1中所用的催化剂，该醚化反应区的反应温度的范围为30℃～100℃，优选范围为40℃～90℃，反应压力范围为0.1～4.0Mpa，优选压力范围为0.1～2.5Mpa，醚化反应空速范围为0.01～50hr^-1，优选范围为0.1～5hr^-1，进入醚化反应区R2的醇可以是来自醇回收塔C5的回用醇，也可以是新鲜醇，还可以为一部分新鲜醇和一部分回用醇，进入醚化反应区R2的醇与异烯烃重量比的范围为0.3～5.0，优选范围为0.5～3.0。工序5中的分馏塔C2的操作条件如下：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4～40之间。

工序6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7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8的分馏塔C5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9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5～50块之间。

工序10的分馏塔C6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B1在该塔的第25块板经管线6采出。具体工艺流程参见图1，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B1馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.007			0.002
IB
	其余C4	0.028			0.008
MeOH
	MTBE	99.604			28.710
MSBE			0.045	0.013
	DME*
TBA			0.226	0.065
	DIB	0.090			0.026
合计			100.000	28.824

^*DME----二甲醚

实施例2

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，醚化反应器中填装的催化剂及反应器操作条件同实施例1，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B1在该塔的第23块板采出。其流程见附图1，其它条件同实施例1，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B1馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.009			0.003
IB
	其余C4	0.032			0.009
MeOH
	MTBE	99.601			28.709
MSBE			0.046	0.013
	DME
TBA			0.224	0.646
	DIB	0.088			0.025
合计			100.000	28.824

实施例3

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，醚化反应器中填装的催化剂及反应器操作条件同实施例1，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B1在该塔的第28块板采出。其流程见附图1，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B1馏分
			Wt％	Kg/hr
	H2O	0.004			0.001
IB
	其余C4	0.022			0.006
MeOH
	MTBE	99.575			28.701
MSBE			0.043	0.012
	DME
TBA			0.256	0.074
	DIB	0.100			0.029
合计			100.000	28.824

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20％(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进入经管线4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B1a经管线7a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塔底经管线7排出的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B1经管线6进入醚裂解反应器R3，其具体流程参见图14，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，分馏塔C1b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B1a馏分		C1b塔塔顶B1馏分
					Wt％	kg/hr	Wt％	kg/hr
	H2O	0.007	0.002	0.007					0.002
IB
	其余C4	0.027	0.008	0.028					0.008
MeOH
	MTBE	98.853	29.212	99.604					28.710
MSBE					0.044	0.013	0.045	0.013
	DME
TBA					0.220	0.065	0.226	0.065
	DIB	0.849	0.251	0.090					0.026
合计					100.000	29.551	100.000	28.824

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***的能耗(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进入分馏塔C1，分馏塔C1的操作条件同实施例1，分馏塔C1塔顶馏分O1经管线5进入醚化反应器R2，该反应器中装有的催化剂同醚化反应器R1中的催化剂，该反应器的反应温度50℃，反应压力为0.9MPa，醚化反应器的空速2hr^-1，醚化反应器R2的反应产物P2经管线9进入分馏塔C2，分馏塔C2的操作压力为0.7MPa，该塔的理论板数为30块，C2分馏塔塔底馏分B3经管线12，12a返回分馏塔C1。具体流程参见图3，该流程相关馏分的流量和组成数据见表7。

                      表7

	C1塔侧线B1馏分		C2塔塔底B2馏分
					Wt％	kg/hr	Wt％	kg/hr
	H2O	0.007	0.002
IB					0.003	0.001
	其余C4	0.276	0.008
MeOH
	MTBE	99.541	28.846	97.204					4.277
MSBE					0.045	0.013	0.182	0.008
	DME
TBA					0.276	0.080	1.614	0.071
	DIB	0.100	0.029	1.000					0.044
合计					100.000	28.979	100.000	4.400

对比例2

基本同实施例2，只是C2分馏塔塔底馏分B3不返回分馏塔C1。其流程参见图3(未用图中管线12a)，该流程中的设备操作条件同实施例4，表8给出了该流程相关组分的组成含量。

                        表8

	C1塔侧线B1馏分		C2塔塔底B2馏分
					Wt％	kg/hr	Wt％	kg/hr
	H2O	0.004	0.001
IB
	其余C4	0.027	0.007
MeOH
	MTBE	99.681	25.970	98.006					4.275
MSBE					0.031	0.008	0.183	0.008
	DME
TBA					0.157	0.041	0.802	0.035
	DIB	0.100	0.026	1.009					0.044
合计					100.000	26.053	100.000	4.362

从表8可以看出，采用分馏塔塔底至分馏塔C1进口的返回线，分馏塔C1塔侧线采出的馏分B1仍能满足裂解原料的要求，这样可增加进入醚裂解反应器的原料量，其结果增加高纯异烯烃的产品量。

实施例5

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，醚化反应器中填装的催化剂及反应条件同实施例1，醚化反应产物P1经管线4进入分馏塔C1，分馏塔C1的操作条件及设备条件同实施例1，分馏塔C1塔顶馏分O1经管线5、5b进入醚化反应器R2，醚化反应器R2的反应产物P2经管线9进入分馏塔C2，醚化反应器R2和分馏塔C2的操作条件及设备条件同实施例4，C2分馏塔塔底馏分B3经管线12，12a返回分馏塔C1，C2分馏塔塔顶馏分O2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)，C2分馏塔塔顶馏分O2进入静态混合器Mn1，与新鲜水W1混合后经管线15进入分离罐Vn1，进入静态混合器的新鲜水W1和有机馏分O2的重量比为0.5，从Vn1中分离出的有机相O3a经管线15a进入静态混合器Mn2，与新鲜水W1a混合后经管线15b进入分离罐Vn2，进入静态混合器Mn2的新鲜水W1a和有机馏分O3a的重量比为0.4，从Vn2中分离出的有机相O4经管线16进入分馏塔C3，静态混合器Mn1、Mn2和分离罐Vn1、Vn2的操作压力为0.6MPa，操作温度为40℃，分馏塔C3的操作压力为0.8MPa，理论板数为25块，C3塔塔顶馏分O5经管线18、18b返回醚化反应器R1，分馏塔C1的侧线采出馏分B1经管线6进入醚裂解反应器R3，反应器R3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P3进入分馏塔C4，分馏塔C4的操作压力为0.8MPa，理论板数为25块，分馏塔C4的塔顶馏分O6进入静态混合器Mm1，与新鲜水W2混合后经管线25进入Vm1，新鲜水W2与有机馏分O6的重量比为0.5，从分离罐Vm1分离出的有机相O7a经管线25a进入静态混合器Mm2，与新鲜水W2a混合后经管线25b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O8经管线26进入分馏塔C6，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C6的操作压力为0.7MPa，理论板数为35块，C6塔塔顶馏分O10经管线30和18b返回醚化反应器R1，从分馏塔C6塔底得到纯度为99.95％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15，表9～表13给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量。

                                表9

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	C1塔进口馏分(kg/h)	C1塔顶O1馏分(kg/h)	C1侧线B1馏分(kg/h)
						H2O	0.027	0.029	0.029	0.027	0.002
IB	19.969	3.103	3.103	3.103
						其余C4	68.371	68.366	68.366	68.358	0.008
MeOH	12.019	2.408	2.408	2.408
						MTBE		26.202	29.213	0.001	28.710
MSBE		0.008	0.013		0.013
						DME	0.102	0.162	0.162	0.162
TBA		0.090	0.114	0.049	0.065
						DIB		0.120	0.151		0.026
合计	100.488	100.488	103.559	74.108	28.824

                                     表10

	C1塔底B2馏分(kg/h)	C2塔进口馏分(kg/h)	C2塔顶O2馏分(kg/h)	C2塔底B3馏分(kg/h)	Mn1进水W1(kg/h)
						H2O		0.048	0.047	0.001	35.424
IB		0.310	0.310
						其余C4		68.354	68.354
MeOH		1.886	1.886
						MTBE	0.502	4.301	0.001	4.300
MSBE		0.008		0.008
						DME		0.220	0.220
TBA		0.064	0.029	0.035
						DIB	0.125	0.045		0.045
合计	0.627	75.236	70.847	4.389	35.424

                             表11

	Mn2进水W1a(kg/h)	Vn2出口有机相O4(kg/h)	C3塔顶O5馏分(kg/h)	C3塔底B5馏分(kg/h)
					H2O	28.328	0.038		0.038
IB		0.308	0.005	0.303
					其余C4		68.340	0.532	67.808
MeOH		0.001	0.001
					MTBE		0.001		0.001
MSBE
					DME		0.140	0.136	0.004
TBA
					DIB
合计	28.328	68.828	0.674	68.154

                           表12

	R3出口P3馏分(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B6馏分(kg/h)	Mm1进水W2(kg/h)
					H2O	0.067		0.067	8.584
IB	16.294	16.294
					其余C4	0.008	0.008
MeOH	9.111	0.730	8.381
					MTBE	3.129		3.129
MSBE	0.012		0.012
					DME	0.135	0.135
TBA	0.013		0.013
					DIB	0.055		0.055
合计	28.824	17.167	11.657	8.584

                          表13

	Mm2进水W2a(kg/h)	Vm2出口有机相O8(kg/h)	C6塔顶O10馏分(kg/h)	C6塔底B9馏分(kg/h)
					H2O	6.866	0.012	0.012
IB		16.294	0.234	16.060
					其余C4		0.008		0.008
MeOH
					MTBE
MSBE
					DME		0.068	0.068
TBA
					DIB
合计	6.866	16.382	0.314	16.068

实施例6

与实施例5基本相同，只是分馏塔C3塔顶馏分O5和分馏塔C6塔顶馏分O10不返回第一醚化反应器直接采出。其流程参见图15，未用图中分馏塔C3和分馏塔C6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5，表14给出了一定时间内本发明工艺与传统工艺对该***中甲醇选择性的影响，表15～表19给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量。

                      表14

		改进工艺(实施例5)	传统工艺(实施例6)
				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15

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	C1塔进口馏分(kg/h)	C1塔顶O1馏分(kg/h)	C1侧线B1馏分(kg/h)	C1塔底B2馏分(kg/h)
							H2O	0.027	0.038	0.039	0.037	0.002
IB	19.849	3.085	3.086	3.085	0.001
							其余C4	68.105	68.101	68.852	68.844	0.008
MeOH	12.019	2.428	2.428	2.428
							MTBE		26.045	29.039		28.846	0.193
MSBE		0.007	0.013		0.013
							DME		0.086	0.086	0.086
TBA		0.089	0.139	0.059	0.080
							DIB		0.121	0.150		0.029	0.121
合计	100.000	100.000	103.832	74.539	28.979	0.314

                               表16

	C1塔底B2馏分(kg/h)	C2塔进口馏分(kg/h)	C2塔顶O2馏分(kg/h)	C2塔底B3馏分(kg/h)	Mn1进水W1(kg/h)
						H2O		0.058	0.058		35.634
IB		0.308	0.308
						其余C4		68.840	68.840
MeOH		1.915	1.915
						MTBE	0.193	4.277		4.277
MSBE		0.008		0.008
						DME		0.144	0.144
TBA		0.074	0.003	0.071
						DIB	0.121	0.044		0.044
合计	0.314	75.668	71.268	4.400	35.634

                            表17

	Mn2进水W1a(kg/h)	Vn2出口有机相O4(kg/h)	C3塔顶O5馏分(kg/h)	C3塔底B5馏分(kg/h)
					H2O	28.507	0.038		0.038
IB		0.305	0.005	0.300
					其余C4		68.827	0.540	68.287
MeOH		0.001	0.001
					MTBE
MSBE
					DME		0.092	0.088	0.004
TBA
					DIB
合计	28.507	69.263	0.634	68.629

                          表18

	R3出口P3馏分(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B6馏分(kg/h)	Mm1进水W2(kg/h)
					H2O	0.070		0.070	8.624
IB	16.375	16.375
					其余C4	0.008	0.008
MeOH	9.154	0.729	8.425
					MTBE	3.144		3.144
MSBE	0.012		0.012
					DME	0.136	0.136
TBA	0.016		0.016
					DIB	0.061		0.061
合计	28.976	17.248	11.728	8.624

                            表19

	Mm2进水W2a(kg/h)	Vm2出口有机相O8(kg/h)	C6塔顶O10馏分(kg/h)	C6塔底B9馏分(kg/h)
					H2O	6.900	0.012	0.012
IB		16.373	0.201	16.172
					其余C4		0.008		0.008
MeOH
					MTBE
MSBE
					DME		0.068	0.068
TBA
					DIB
合计	6.900	16.461	0.281	16.180

从实施例5和对比例3中可以看出，增设分馏塔C3塔顶馏分O5和至醚化反应器R1的回流线和增设分馏塔C4塔顶馏分O7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***中的甲醇的利用率。

实施例7

与实施例5基本相同，只是醇水洗分离区L1和L2各采用一个水洗塔，进入这两个水洗塔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16，该工艺中主要设备的操作条件同实施例5，表20～表24给出了本工艺流程中进出各设备的物料流量，实施例5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25。

                         表20

	R1入口馏分(kg/h)	R1出口P1馏分(kg/h)	C1塔进口馏分(kg/h)	C1塔顶O1馏分(kg/h)	C1侧线B1馏分(kg/h)
						H2O	0.027	0.028	0.028	0.027	0.001
IB	19.969	3.102	3.102	3.102
						其余C4	68.371	68.366	68.366	68.358	0.008
MeOH	12.019	2.409	2.409	2.409
						MTBE		26.202	29.213	0.001	28.710
MSBE		0.010	0.014		0.014
						DME	0.102	0.160	0.160	0.160
TBA		0.090	0.114	0.049	0.065
						DIB		0.121	0.151		0.026
合计	100.488	100.488	103.557	74.106	28.824

                                   表21

	C1塔底B2馏分(kg/h)	C2塔进口馏分(kg/h)	C2塔顶O2馏分(kg/h)	C2塔底B3馏分(kg/h)	T1进口水W1(kg/h)
						H2O		0.048	0.047	0.001	63.752
IB		0.311	0.311
						其余C4		68.354	68.354
MeOH		1.885	1.885
						MTBE	0.502	4.301	0.001	4.300
MSBE		0.008		0.008
						DME		0.220	0.220
TBA		0.064	0.029	0.035
						DIB	0.125	0.045		0.045
合计	0.627	75.236	70.847	4.389	63.752

                            表22

	T1出口有机相O4(kg/h)	T1出口水相B4(kg/h)	C3塔顶O5馏分(kg/h)	C3塔底B5馏分(kg/h)
					H2O	0.038	63.761		0.038
IB	0.309	0.002	0.006	0.303
					其余C4	68.340	0.014	0.532	67.808
MeOH	0.001	1.884	0.001
					MTBE	0.001			0.001
MSBE
					DME	0.140	0.080	0.136	0.004
TBA		0.029
					DIB
合计	68.829	65.770	0.675	68.154

                          表23

	R3出口P3馏分(kg/h)	C4塔顶O6馏分(kg/h)	C4塔底B6馏分(kg/h)	T2进水W2(kg/h)
					H2O	0.067		0.067	15.450
IB	16.295	16.295
					其余C4	0.008	0.008
MeOH	9.112	0.731	8.381
					MTBE	3.127		3.127
MSBE	0.012		0.012
					DME	0.135	0.135
TBA	0.013		0.013
					DIB	0.055		0.055
合计	28.824	17.169	11.655	15.450

                             表24

	T2出口有机相O8(kg/h)	T2出口水相B7(kg/h)	C6塔顶O10馏分(kg/h)	C6塔底B9馏分(kg/h)
					H2O	0.012	15.438	0.012
IB	16.295		0.235	16.060
					其余C4	0.008			0.008
MeOH		0.731
					MTBE
MSBE
					DME	0.068	0.067	0.068
TBA
					DIB
合计	16.383	16.236	0.315	16.068

                   表25

	实施例5		实施例7
					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25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，同时本发明通过增设第二醚化反应区中分馏塔塔底回流线，在分馏塔C1的侧线同样可采出符合裂解要求的醚新产品，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***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。

Claims (65)

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)送入分馏塔(C1)，以获得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(O1)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B1)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B2)；

其特征在于工序(2)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B1)从第一分馏塔(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(O1)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(B2)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(5)，工序(5)包括至少一组醚化反应区和分馏塔。

4.根据权利要求3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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2)、含有重组分的塔底馏分(B2a)和高纯度叔烷基醚侧线馏分(B1a)，所得的至少一部分高纯度叔烷基醚的馏分(B1a)从分馏塔(C2)提馏段内的侧线采出，直接送入醚裂解反应区(R3)。

5.根据权利要求3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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2a)和主要含叔烷基醚、含有重组分的塔底馏分(B3)，所得的至少一部分塔底馏分(B3)送入工序(2)的分馏塔(C1)。

6.根据权利要求3-5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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分塔顶馏分(O1)和/或从工序(5)的分馏塔得到的至少一部分塔顶馏分(O2)或(O2a)送入醇水洗分离区(L1)，以得到主要含水、醇的水相(B4)和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)。

7.根据权利要求6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)。

8.根据权利要求6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)。

9.根据权利要求6-8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，将来自工序(6)的至少一部分水相(B4)送入分馏塔(C5)，以获得贫醇的水馏分(B8)和富醇馏分(O9)。

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，其特征在于将至少一部分所述的富醇馏分(O9)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

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，其特征在于将至少一部分所述的水馏分(B8)循环至工序(6)的醇水洗分离区(L1)。

12.根据权利要求6-11任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将新鲜水(W1)引入醇水洗分离区(L1)。

13.根据权利要求6-11任一项所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于还包括工序(9)，在工序(9)中，将工序(6)的至少一部分有机相(O4)送入分馏塔(C3)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O5)和主要含未反应混合烃的馏分(B5)。

14.根据权利要求13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(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

15.根据权利要求1-8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(2)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O1)、从工序(5)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O2)或(O2a)或从工序(6)得到的至少一部分有机相(O4)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

16.一种异烯烃和/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)送入分馏塔(C1)，以获得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(O1)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B1)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B2)；

(3)将工序(2)得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的侧线馏分(B1)送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区(R3)，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品(P3)；

(4)将工序(3)得到的产品(P3)送入分馏塔(C4)，以获得主要含工序(3)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(O6)和主要含醇、未裂解叔烷基醚的馏分(B6)；

其特征在于工序(2)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B1)从第一分馏塔(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(O1)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(B2)从该塔塔底排出。

17.根据权利要求16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。

18.根据权利要求16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馏分(B1)送入燃料添加剂贮罐，将其余部分送入醚裂解工序(3)。

19.根据权利要求16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(5)，工序(5)包括至少一组醚化反应区和分馏塔。

20.根据权利要求19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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2)、含有重组分的塔底馏分(B2a)和高纯度叔烷基醚侧线馏分(B1a)，所得的至少一部分高纯度叔烷基醚的馏分(B1a)从分馏塔(C2)提馏段内的侧线采出，直接送入醚裂解反应区(R3)。

21.根据权利要求19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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2a)和主要含叔烷基醚、含有重组分的塔底馏分(B3)，所得的至少一部分塔底馏分送入工序(2)的分馏塔(C1)。

22.根据权利要求16或20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馏分(B6)送入反应区(R1)和/或反应区(R2)。

23.根据权利要求19、20或21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(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分塔顶馏分(O1)和/或从工序(5)的分馏塔得到的至少一部分塔顶馏分(O2)或(O2a)送入醇水洗分离区(L1)，以得到主要含水、醇的水相(B4)和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)。

24.根据权利要求23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)。

25.根据权利要求23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)。

26.根据权利要求16、19、20或21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)中将从工序(4)的分馏塔(C4)得到的至少一部分馏分(O6)送入醇水洗分离区(L2)，以得到主要含水、醇的水相(B7)和主要含有异烯烃、少量低分子量醚轻组分的有机相(O8)。

27.根据权利要求26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)。

28.根据权利要求26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)。

29.根据权利要求23或26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，将来自工序(6)的至少一部分水相(B4)或来自工序(7)的至少一部分水相(B7)送入分馏塔(C5)，以获得贫醇的水馏分(B8)和富醇馏分(O9)。

30.根据权利要求23所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于当进行工序(7)的醇水洗分离区(L2)存在时还包括工序(8)，在工序(8)中，将来自工序(6)的至少一部分水相(B4)和/或来自工序(7)的至少一部分水相(B7)送入分馏塔(C5)，以获得贫醇的水馏分(B8)和富醇馏分(O9)。

31.根据权利要求29或30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(O9)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

32.根据权利要求29或30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(B8)循环至工序(6)的醇水洗分离区(L1)和/或工序(7)的醇水洗分离区(L2)。

33.根据权利要求23、24或25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)。

34.根据权利要求26、27或28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)。

35.根据权利要求23、24或25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(9)，在工序(9)中，将工序(6)的至少一部分有机相(O4)送入分馏塔(C3)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O5)和主要含未反应混合烃的馏分(B5)。

36.根据权利要求35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(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

37.根据权利要求16-25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(2)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O1)、从工序(5)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O2)或(O2a)或从工序(6)得到的至少一部分有机相(O4)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

38.根据权利要求26、27或28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(10)，在工序(10)中，将工序(7)的至少一部分有机相(O8)送入分馏塔(C6)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O10)和高纯度异烯烃馏分(B9)。

39.根据权利要求38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(O10)循环至上序(1)的醚化反应区(R1)和/或醚化反应区(R2)。

40.根据权利要求35所述的异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于当进行工序(7)的醇水洗分离区(L2)存在时还包括工序(10)，在工序(10)中，将工序(7)的至少一部分有机相(O8)送入分馏塔(C6)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O10)和高纯度异烯烃馏分(B9)。

41.根据权利要求40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来自工序(9)分馏塔(C3)的塔顶馏分(O5)和/或至少一部分来自工序(10)分馏塔(C6)的塔顶馏分(O10)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或醚化反应区(R2)。

42.一种制备异烯烃和/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)送入分馏塔(C1)，以获得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(O1)、高纯度叔烷基醚的有机馏分(B1)和主要含有仲烷基醚、低聚异烯烃重组分的馏分(B2)；

(3)将工序(2)得到的至少一部分高纯度叔烷基醚的侧线馏分(B1)送入装有醚裂解催化剂的醚裂解反应区(R3)，以制得含有至少一种异烯烃和至少一种醇的产品(P3)，之后进行工序(7)；

(7)将工序(3)得到的产品(P3)送入醇水洗分离区(L2)，以得到主要含水、醇的水相(B7)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(O8a)，之后进行工序(4)；

(4)将工序(7)得到至少一部分有机相(O8a)送入分馏塔(C4)，以获得主要含工序(3)所得到的大部分异烯烃、少量低分子量醚的轻组分馏分(O6)和未裂解叔烷基醚的馏分(B6a)；

其特征在于工序(2)所得的高纯度叔烷基醚馏分(B1)从第一分馏塔(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(O1)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(B2)从该塔塔底排出。

43.根据权利要求42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。

44.根据权利要求42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馏分(B6a)送入反应区(R3)。

45.根据权利要求42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馏分(B1)送入燃料添加剂贮罐，将其余部分送入醚裂解工序(3)。

46.根据权利要求42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(5)，工序(5)包括至少一组醚化反应区和分馏塔。

47.根据权利要求46所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将从工序(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2)、含有重组分的塔底馏分(B2a)和高纯度叔烷基醚侧线馏分(B1a)，所得的至少一部分高纯度叔烷基醚的馏分(B1a)从分馏塔(C2)提馏段内的侧线采出，直接送入醚裂解反应区(R3)。

48.根据权利要求46所述的制备异烯烃和/或叔烷基醚的生产工艺，其特征在于将从工序(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分馏分(O1)送入醚化反应区(R2)，制得主要含叔烷基醚、未反应混合烃、未反应醇和少量的低分子量醚轻组分的产品(P2)，再将醚化反应区制得的至少一部分产品(P2)送入分馏塔(C2)，以获得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塔顶馏分(O2a)和主要含叔烷基醚、含有重组分的塔底馏分(B3)，所得的至少一部分塔底馏分送入工序(2)的分馏塔(C1)。

49.根据权利要求46、47或48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(6)，在工序(6)中，将从工序(2)的分馏塔(C1)得到的至少一部分塔顶馏分(O1)或从工序(5)的分馏塔得到的至少一部分塔顶馏分(O2)或(O2a)送入醇水洗分离区(L1)，以得到主要含水、醇的水相(B4)和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)。

50.根据权利要求49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)。

51.根据权利要求49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)。

52.根据权利要求42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)。

53.根据权利要求42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)。

54.根据权利要求42或49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，将来自工序(6)的至少一部分水相(B4)和/或来自工序(7)的至少一部分水相(B7)送入分馏塔(C5)，以获得贫醇的水馏分(B8)和富醇馏分(O9)。

55.根据权利要求54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(O9)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

56.根据权利要求54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(B8)循环至工序(6)的醇水洗分离区(L1)和/或工序(7)的醇水洗分离区(L2)。

57.根据权利要求42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)。

58.根据权利要求49、50或51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)。

59.根据权利要求49、50或51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(9)，在工序(9)中，将工序(6)的至少一部分有机相(O4)送入分馏塔(C3)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O5)和主要含未反应混合烃的馏分(B5)。

60.根据权利要求59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(O5)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)。

61.根据权利要求42-53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(2)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O1)、工序(5)的分馏塔得到的至少一部分馏分(O2)或(O2a)或从工序(6)得到的至少一部分有机相(O4)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)醚化反应区(R2)。

62.根据权利要求42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(10)，在工序(10)中，将工序(7)的至少一部分有机相(O8)送入分馏塔(C6)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O10)和高纯度异烯烃馏分(B9)。

63.根据权利要求62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(O10)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

64.根据权利要求59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(10)，在工序(10)中，将工序(7)的至少一部分有机相(O8)送入分馏塔(C6)，以获得主要含低分子量醚的轻组分馏分(O10)和高纯度异烯烃馏分(B9)。

65.根据权利要求59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来自工序(9)分馏塔(C3)的塔顶馏分(O5)和/或至少一部分来自工序(10)分馏塔(C6)的塔顶馏分(O10)循环至工序(1)的醚化反应区(R1)和/或工序(5)的醚化反应区(R2)。

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