СПОСОБ ПОЛУЧЕНИЯ АЛКИЛ-ТРЕТ-АЛКИЛОВЫХ ЭФИРОВ
METHOD OF PRODUCING ALKYL-TERT-ALKYL ETHERS

Настоящее изобретение относится к области производства высокооктановых добавок к бензинам, а именно к получению алкил-трет-алкиловых эфиров или их смесей.
Известны способы получения алкил-трет-алкиловых эфиров [пат. SU №1793683, 1995.11.10; пат. РФ №2083547, 1997.07.10] взаимодействием изоолефинов и алифатических спиртов при повышенной температуре и давлении в реакторе реакционно-ректификационного типа или с предварительным контактированием в прямоточных зонах, а затем в реакционно-ректификационном аппарате. В процессе используют формованный сульфокатионитный катализатор. Основным недостатком способов является сложность аппаратурного оформления и процессы не позволяют использовать в качестве катализатора активные мелкозернистые сильнокислотные катализаторы.
Известен способ получения высокооктанового продукта, содержащего алкил-трет-алкиловый эфир, путем взаимодействия трет-алкена(ов) и спирта(ов) в присутствии гетерогенного(ых) катализатора(ов) с последующим отделением части непрореагировавших углеводородов от высокооктанового продукта ректификацией [пат. РФ 2178403, 2002.01.20]. Способ включает рециркуляцию в реакционную(ые) зону(ы) охлажденного(ых) потока(ов), содержащего(их) алкил-трет-алкиловый эфир(ы) от 5 до 60 мол.% и спирт(ы) от 7 до 25 мол.% на входе в первую реакционную зону. Количество спирта, вводимое в реакционную зону с исходным и рециркулируемым потоками не превышает более чем на 5%, предпочтительнее не более чем на 1,0% суммарное количество спирта, расходуемое на реакцию и выводимое при ректификации в составе дистиллята. Способ предусматривает рециркуляцию в реакционную зону потоков реакционной смеси, погона дистиллята и бокового отбора ректификационной колонны.
К недостаткам способа относится подача в зону реакции целевого продукта алкил-трет-алкилового эфира, что приводит к снижению скорости реакции в начале синтеза и снижению производительности установки в целом, а также сложность управления процессом при множестве рецикловых потоков.
Известен и наиболее близок к предлагаемому нами способ получения алкил-трет-алкиловых эфиров и их смесей с углеводородами путем контактирования смесей углеводородов, содержащих третичные олефины, и спиртов с кислыми гетерогенными катализаторами в двух или нескольких последовательных прямоточных зонах с последующим разделением реакционной смеси, выходящей из последней реакционной зоны, ректификацией, при которой снизу выводят целевой эфир или его смесь с углеводородами, а сверху - поток, практически не содержащий алкил-трет-алкиловый эфир [пат. РФ №2102375, 1998.01.20].
3
5
Основным недостатком способа является низкая скорость реакции этерификации в заявленных условиях, особенно при применении спиртов С-С, что ведет к низкой степени превращения изобутилена и спиртов в соответствующие эфиры. Это связано с тем, что в способе предусматривается испарение части реакционной массы в первой реакционной зоне (п.2 формулы изобретения), при этом в испаренный поток переходят не прореагировавшие трет-алкены, в особенности, изобутен, который выводится из зоны реакции, и, соответственно, снижается конверсия изобутена и выход алкил-трет-алкилового эфира.
4
4
4
Согласно примеру 5, при использовании в качестве сырья фракции С, содержащей 45% изобутена, и н-пропанола в отработанной фракции С остается до 16,2% изобутена, что отрицательно влияет на дальнейшую переработку отходящей фракции С в связи с потерями изобутена. Выделенный готовый продукт н-пропил-трет-бутиловый эфир содержит до 18% н-пропанола.
В примере 6 в случае применения смеси спиртов этанола, пропанола, бутанола и пентанола содержание эфиров в готовом продукте не превышает 62,0%.
4
Задачей данного изобретения является упрощение технологии синтеза, получение продукта, содержащего преимущественно алкил-трет-алкиловые эфиры или их смеси, и увеличение производительности установки за счет повышения скорости реакции этерификации, а также снижение энергоемкости процесса за счет выделения в ректификационной системе отработанной фракции углеводородов С, не содержащих остаточного количества спирта(ов) и алкил-трет-алкиловых(ых) эфира(ов).
4
4
4
4
4
-1
-1
Поставленная цель достигается заявляемым способом получения алкил-трет-алкиловых эфиров или их смесей путем контактирования смесей углеводородов С, содержащих изобутен, и спирта(ов) С с кислыми гетерогенными катализаторами в последовательных прямоточных реакционных зонах при температуре 30÷110°С, меньшей в последующей за первой реакционной зоне, с последующим разделением реакционной смеси в ректификационной системе и получением потока, содержащего отработанную фракцию углеводородов С в виде дистиллята и целевого продукта в виде кубового продукта, отличающимся тем, что процесс проводят при давлении 0,5÷2,5 МПа, обеспечивающем нахождение компонентов в жидкой фазе, мольном соотношении реагентов на входе в первую реакционную зону спирт С: изобутилен, равном (0,9÷1,05):1,0, и объемной скорости подачи сырья не менее 2,5 час (2,5÷10 час), целевой продукт содержит преимущественно алкил-трет-алкиловый(ые) эфир(ы), дистиллят ректификационной системы не содержит в своем составе спирта(ов) С и алкил-трет-алкилового(ых) эфира(ов).
4
Как вариант предлагается способ, в котором в качестве спирта С используют н-бутанол, изобутанол, втор-бутанол или их смеси.
4
Как вариант предлагается способ, в котором на входе в первую реакционную зону подается смесь спиртов С при мольном соотношении реагентов н-бутиловый спирт: изобутиловый спирт:втор-бутиловый спирт:изобутен, равном (0,5÷0,9):(0,1÷0,4):(0,00÷0,1):1,0.
Технический результат предлагаемого способа заключается:
- в упрощении технологии синтеза;
4
- в увеличении скорости реакции этерификации изобутилена со спиртами С;
- в проведении селективного процесса и увеличении выхода алкил-трет-бутилового(ых) эфира(ов) или их смесей;
- в улучшении физико-химических свойств получаемых эфиров или их смесей как октаноповышающих добавок;
4
- в снижении энергозатрат при выделении отработанной фракции С, так как нет необходимости проводить ее очистку от спирта(ов) (отмывка от спиртов, регенерация спиртов).
-1
-1
Данный результат обеспечивается за счет выдерживания выбранных условий проведения способа получения по соотношению исходных компонентов и объемной скорости подачи сырья. Снижение объемной скорости менее 2,5 час приводит к уменьшению селективности процесса, увеличивается выход побочных продуктов, димеров и тримеров изобутилена. Повышение объемной скорости выше 10,0 часснижает скорость реакции и увеличивает содержание изобутена и спирта в реакционной смеси.
При реализации способа возможно использование прямоточных реакторов различной конструкции с различными системами удаления реакционной теплоты (через стенки трубок, путем вывода, охлаждения и возвращения части потока, путем использования двух последовательных реакторов с промежуточным охлаждением).
4
+
Возможно использование различных кислых гетерогенных катализаторов, катализирующих реакцию взаимодействия изобутена со спиртами С, например кислых катионитов, предпочтительно сульфокатионитов в Н-форме различных марок (Пьюролайт, Амберлист, Леватит).
Способ иллюстрируется фиг.1 и примерами. Приводимые иллюстрации и примеры не исчерпывают возможных вариантов использования способа и возможно применение иных технических решений при соблюдении сути, изложенной в формуле изобретения.
4
4
Согласно фиг.1 процесс осуществляют на установке непрерывного действия. В поток 1 фракции С по линии 2 дозируют спирт С при заданном мольном соотношении. Полученную смесь предварительно подогревают в теплообменнике 3 и направляют в первую реакционную зону - реактор 4, в которой поддерживают температуру 30÷110°С. Реакционную массу выводят из реактора 4 по линии 5, охлаждают в теплообменнике 6 и подают во вторую реакционную зону - реактор 7. Выходящую из реактора 7 реакционную массу по линии 8 подают в ректификационную колонну 9, по верху которой по линии 10 отгоняют отработанные углеводороды, а из куба по линии 11 выводят товарный эфир.
Пример 1 (по прототипу)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 45% изобутилена и 55% изобутана, в количестве 400 г/час смешивали с н-пропанолом, нагревали до 45°С и направляли снизу в кожухотрубчатый реактор I с трубками диаметром 50 мм, содержавший 240 мл сульфоионитного катализатора КИФ и снабженный рубашкой. Температура во внутреннем сечении аппарата вблизи входа составляла 47°С.
В рубашку подавали в качестве охлаждающей жидкости воду в количестве, обеспечивавшем отвод через стенку трубки 50% выделившейся теплоты реакции.
Сверху реактора I при температуре 65°С выводили 60 г/час смеси в паровой фазе и 604 г/час смеси в жидкой фазе. Паровую смесь конденсировали и возвращали на вход в реактор I. Жидкую смесь охлаждали до 40°С и направляли в реактор II. Из реактора II при температуре 45°С выводили 40 г/час смеси в паровой фазе, которую конденсировали и возвращали на вход в реактор II, и 604 г/час смеси в жидкой фазе, которую направляли в ректификационную колонну III.
4
Снизу колонны III выводили в количестве 341 г/час поток, содержавший преимущественно н-пропил-трет-бутиловый эфир и 18% н-пропанола. Сверху колонны после дефлегмирования выводили 263 г/час смеси углеводородов С, содержавшей 16,2% изобутилена и практически не содержавшей н-пропанола.
Количество н-пропанола, подаваемого в реактор I, поддерживали в количестве:
Пример 2 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 50% изобутилена и 50% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час смешивали с н-бутанолом (поток 2), нагревали до 50°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, заполненный 390 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Мольное соотношение н-бутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 составляло 1,0:1,0.
Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 60°С. Давление в реакторе 4 составляло 1,0 МПа, что обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли вверх трубчатого реактора 7, заполненного 550 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 40°С. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 0,6 МПа. Из реактора 7 выводили 1661 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 1153 г/час поток, содержавший 98,64% н-бутил-трет-бутилового эфира, 1,11% н-бутанола и 0,25 трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 508 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 1,57% изобутилена. Поток не содержал алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С.
Пример 3 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 25% изобутилена и 75% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час смешивали с н-бутанолом (поток 2), нагревали до 40°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, содержавший 380 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Мольное соотношение н-бутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 составляло 0,9:1,0. Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 50°С, давление 0,9 МПа.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли вверх трубчатого реактора 7, содержавшего 450 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 40°С. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 0,6 МПа. Из реактора 7 выводили 1299 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 525 г/час поток, содержавший 98,0% н-бутил-трет-бутилового эфира, 0,83% н-бутанола и 1,17% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 774 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 3,05% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Пример 4 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 40% изобутилена и 60% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час смешивали с изобутанолом (поток 2), нагревали до 60°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, содержавший 260 мл катализатора «Амберлист 35 WET». Мольное соотношение изобутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор выдерживали 1,0:1,0. Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 70°С и давление 1,2 МПа, что обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли вверх трубчатого реактора 7, содержавшего 320 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 50°С. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 0,8 МПа. Из реактора 7 выводили 1521 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли ректификационную колонну 9.
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 908 г/час поток, содержавший 98,12% изобутил-трет-бутилового эфира, 1,43% изобутанола и 0,45% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 613 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 2,15% непрореагировавшего изобутилена и не содержавшей алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С.
Пример 5 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 25% изобутилена и 75% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час смешивали с втор-бутанолом (поток 2), нагревали до 75°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, заполненный 780 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 85°С. Давление в реакторе 4 составляло 1,5 МПа, что обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе. Мольное соотношение втор-бутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 выдерживали 0,9:1,0.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли вверх трубчатого реактора 7, содержавшего 780 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 65°С. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 1,0 МПа. Из реактора 7 выводили 1305 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 531 г/час поток, содержавший 98,34% втор-бутил-трет-бутилового эфира, 1,43% втор-бутанола и 0,23% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 774 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 3,10% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Пример 6 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 40% изобутилена и 60% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час и смесь спиртов, содержащую 61,4% н-бутанола, 38,4% изобутанола и 0,2% мас. воды (поток 2), нагревали до 70°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, заполненный 270 мл сульфоионитного катализатора «Леватит К 2640». Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 80°С. Мольное соотношение н-бутиловый спирт:изобутиловый спирт: изобутилен на входе в реактор 4 выдерживали 0,6:0,4:1,0. Давление в реакторе 4 на уровне 1,3 МПа обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли в верх трубчатого реактора 7, содержавшего 370 мл сульфоионитного катализатора «Леватит К 2640». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 60°С.
Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 1,0 МПа. Из реактора 7 выводили 1521 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 910 г/час поток, содержавший 98,47% алкил-трет-бутиловых эфиров (сумма н-бутил-трет-бутилового и изобутил-трет-бутилового эфиров), 0,53% н-бутанола, 0,45% изобутанола и 0,55% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 611 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 1,77% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Пример 7 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 10% изобутилена и 90% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час и смесь спиртов, содержащую 90,1% н-бутанола, 9,8% изобутанола и 0,1% мас. воды (поток 2), нагревали до 50°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, заполненный 540 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 65°С. Давление в реакторе 4 составляло 1,0 МПа, что обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе. Мольное соотношение н-бутиловый спирт: изобутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 выдерживали 0,9:0,1:1,0.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли в верх трубчатого реактора 7, содержавшего 620 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 45°С.
Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 0,6 МПа.
Из реактора 7 выводили 1132 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 230 г/час поток, содержавший 98,65% алкил-трет-бутиловых эфиров (сумма н-бутил-трет-бутилового и изобутил-трет-бутилового эфиров), 0,78% н-бутанола, 0,43% изобутанола и 0,14% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 902 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 0,22% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Пример 8 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С,содержавшую 41% изобутилена и 59% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час и смесь спиртов, содержащую 56,9% н-бутанола, 32,5% изобутанола, 10,6% втор-бутанола (поток 2) нагревали до 65°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, заполненный 510 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 75°С. Давление в реакторе 4 составляло 1,2 МПа и обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе. Мольное соотношение н-бутиловый спирт: изобутиловый спирт:втор-бутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 выдерживали 0,5:0,3:0,1:1,0.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли вверх трубчатого реактора 7, содержавшего 730 мл сульфоионитного катализатора «Амберлист 35 WET». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 55°С. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2. Давление в реакторе 7 составляло 0,8 МПа.
Из реактора 7 выводили 1505 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 879 г/час поток, содержавший 98,44% алкил-трет-бутиловых эфиров (сумма н-бутил-трет-бутилового, изобутил-трет-бутилового и втор-бутил-трет-бутилового эфиров), 0,33% н-бутанола, 0,30% изобутанола, 0,69% втор-бутанола и 0,24% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 626 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 5,68% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Пример 9 (по настоящему техническому решению)
4
Смесь углеводородов С, содержавшую 25% изобутилена и 75% изобутана (поток 1), в количестве 1000 г/час и смесь спиртов, содержащую 46,7% н-бутанола, 46,7% изобутанола, 6,6% втор-бутанола (поток 2) нагревали до 80°С в теплообменнике 3 и подавали сверху в трубчатый реактор 4, содержавший 460 мл сульфоионитного катализатора «Пьюролайт Ст-175». Температура в реакционной зоне реактора 4 составляла 90°С. Давление в реакторе 4 составляло 2,0 МПа и обеспечивало протекание реакции в жидкой фазе. Мольное соотношение н-бутиловый спирт:изобутиловый спирт:втор-бутиловый спирт:изобутилен на входе в реактор 4 выдерживали 0,5:0,4:0,05:1,0.
Выходящую снизу реактора 4 реакционную массу (поток 5) предварительно охлаждали в теплообменнике 6 и направляли в верх трубчатого реактора 7, содержавшего 660 мл сульфоионитного катализатора «Пьюролайт Ст-175». Температура в реакционной зоне реактора 7 составляла 70°С. Давление в реакторе 7 составляло 1,2 МПа. Теплосъем в реакторах 4 и 7 осуществляли аналогично примеру 2.
Из реактора 7 выводили 1268 г/час реакционной массы (поток 8), которую направляли в ректификационную колонну 9.
4
4
4
Из куба колонны 9 выводили в количестве 465 г/час поток, содержавший 98,09% алкил-трет-бутиловых эфиров (сумма н-бутил-трет-бутилового, изобутил-трет-бутилового и втор-бутил-трет-бутилового эфиров), 0,41% н-бутанола, 0,67% изобутанола, 0,58% втор-бутанола и 0,25% трет-бутанола (поток 11). Сверху колонны после дефлегмирования выводили 803 г/час (поток 10) смеси углеводородов С, содержавшей 6,54% непрореагировавшего изобутилена. В составе углеводородов С алкил-трет-бутиловые эфиры и спирты С отсутствовали.
Как видно из приведенных примеров и таблицы 1, использование предлагаемого способа позволяет повысить скорость реакции этерификации и обеспечить высокую степень превращения изобутилена и бутиловых спиртов.
Полученные эфиры: н-бутил-трет-бутиловый эфир (н-БТБЭ), изо-бутил-трет-бутиловый эфир (изо-БТБЭ), втор-бутил-трет-бутиловый эфир (втор-БТБЭ) (примеры 3, 4) или их смеси (примеры 6, 8) компаундировали с эталонной смесью, состоящей из 70% об. изооктана и 30% об. н-гептана (О.Ч. 70 ед.). Представленные в таблице 2 результаты показывают, что синтезированные эфиры как индивидуально, так и в смеси в качестве октаноповышающих добавок превосходят МТБЭ - классическую добавку - по приросту октанового числа.
Таблица 1
Наименование показателей
Пример
№1 (прототип)
№2
№3
№4
№5
№6
№7
№8
№9
1. Массовая доля изобутена в углеводородной смеси С<sub>4</sub>, %
45,0
50,0
25,0
40,0
25,0
40,0
10,0
41,0
25,0
2. Объемная скорость подачи сырья, час<sup>-1</sup>
- реактор 4
4,8
7,0
6,0
10,0
3,5
9,5
4,0
5,0
5,0
- реактор 7
-
5,0
5,0
8,0
3,5
7,0
3,5
3,5
3,5
3. Температура в зоне реакции, °С
- реактор 4
65
60
50
70
85
80
65
75
90
- реактор 7
45
40
40
50
65
60
45
55
70
4. Давление, МПа
- реактор 4
-
1,0
0,9
1,2
1,5
1,3
1,0
1,2
2,0
- реактор 7
-
0,6
0,6
0,9
1,0
1,0
0,6
0,8
1,2
5. Конверсия изобутена, %
76,3
98,4
90,6
96,7
90,4
97,3
98,0
91,3
79,0
6. Конверсия спирта, %
- н-бутанол
69,9
98,1
98,5
-
-
98,5
98,5
99,0
98,5
- изобутанол
н-пропанол
-
-
97,5
-
97,5
92,3
98,4
97,5
- втор-бутанол
-
-
-
97,5
-
-
88,5
85,0
7. Содержание эфиров в товарном продукте, %мас.
82,00
98,00
98,15
98,64
98,27
98,12
98,65
98,44
98,09
Таблица 2
№ п/п
Компоненты
Прирост октанового числа
МТБЭ
н-БТБЭ (пример №3)
изо-БТБЭ (пример №4)
Смесь н-БТБЭ и изо-БТБЭ (пример №6)
Смесь спиртов (пример №8)
1
Моторный метод
Смесь
5%
2,6
4,8
5,4
5,2
5,4
70% изооктан
30% н-гептан
10%
6,3
6,8
7,5
7,3
6,75
2
Исследовательский метод
Смесь
5%
4,0
7,3
5,5
6,4
6,8
70% изооктан
30% н-гептан
10%
6,9
9,3
10,3
9,8
9,75