способ получения третичного бутанола

Формула изобретения

Способ получения третичного бутанола гидратацией изобутилена, содержащегося в углеводородных фракциях, при повышенных температуре и давлении в присутствии гетерогенных кислотных катализаторов, включающий подачу воды и исходной углеводородной фракции в реактор проточного типа, выделение из полученных продуктов ректификацией концентрированного водного раствора третичного бутанола и непрореагировавших углеводородов с последующей подачей последних противотоком с водой в реактор реакционно-экстракционного типа и выводом из него водного раствора третичного бутанола, отличающийся тем, что исходную углеводородную фракцию в реактор проточного типа подают в виде однофазной смеси ее с водой и концентрированным водным раствором третичного бутанола, содержащим 5-20 мас.% воды при массовом соотношении раствора третичного бутанола и углеводородной фракции от 0,4 до 1,1.

Описание изобретения к патенту

Изобретение относится к области нефтехимии, точнее к способам получения третичного бутанола (ТБ), который используется в качестве полупродукта для органического синтеза, в частности для получения изобутилена и изопрена, применяемых в производстве бутилкаучука и изопренового каучука.

Известен способ получения ТБ гидратацией изобутилена водой в присутствии формованного катионитного катализатора при температуре 70-130°С и давлении 10-50 атм путем противоточного контактирования изобутиленсодержащей углеводородной фракции с водой. Воду подают в виде сплошной фазы сверху реакционно-экстракционного колонного реактора, заполненного катализатором, а снизу реактора через распределительное устройство в виде дисперсной фазы (углеводородных капелек) подают исходную углеводородную фракцию. С верхней части реактора выводят непрореагировавшие углеводороды, содержащие ТБ. Из нижней части реактора выводят водный раствор ТБ. Из обоих потоков затем выделяют ректификацией целевой продукт в виде концентрированного водного раствора, содержащего 85-88% масс. ТБ. При объемном соотношении вода: исходные углеводороды (5,3-8,1):1 достигается степень превращения изобутилена 96,5-98,5% [SU 588729, 10.11.1996].

Недостатками данного способа являются недостаточно высокая степень превращения изобутилена, большой расход воды, подаваемой на гидратацию, и, как следствие, высокие энергетические затраты на выделение ТБ.

Известен способ получения ТБ гидратацией изобутилена при повышенных температуре и давлении в присутствии формованного ионитного катализатора путем противоточного контактирования изобутиленсодержащей углеводородной С₄ - фракции с водой в колонном реакторе. Воду подают в верхнюю часть реактора-гидрататора, а углеводородную фракцию подают в нижнюю его часть. Из реактора в виде верхнего продукта выводят отработанную С₄ - фракцию и в виде нижнего продукта отводят водный раствор ТБ. Из зоны реакции выводят С ₄ - углеводородную фракцию, содержащую 5-50% масс, водного раствора ТБ, с последующим выделением из данного потока водного раствора ТБ и непрореагировавших углеводородов, которые рециркулируют в зону реакции [SU 859343, 31.08.1981].

Недостатком данного способа является использование большого 6-7-кратного объемного избытка воды по отношению к углеводородной фракции для достижения конверсии изобутилена 99,5-99,7%, а также недостаточно высокая удельная производительность (до 170 г изобутилена на 1 литр катализатора в час) и, как следствие, высокие энергетические затраты на выделение ТБ.

Известен способ получения ТБ гидратацией изобутилена при повышенных температуре и давлении в реакторном узле колонного типа, заполненном ионитным формованным катализатором в кислотной форме, при противоточном контакте изобутиленсодержащей С₄ - фракции углеводородов и воды, с отводом из верхней части реакторного узла отработанной С₄ - фракции, из нижней части реакторного узла водного раствора ТБ и из зоны реакции потока, содержащего углеводороды и ТБ, с последующим отделением углеводородов из данного потока и их рециклом в реакторный узел. Процесс осуществляют в реакторном узле, содержащем, как минимум, два слоя катализатора и имеющем между слоями, по крайней мере, одну свободную от катализатора зону, из которой отводят поток, содержащий углеводороды и ТБ. Исходные и рециркулирующие углеводороды подают в реакторный узел с температурой ниже температуры подаваемой воды [RU 2304137, 10.08.2007].

Недостатками данного способа являются сложная конструкция реакторного узла, использование большого 3,5-5-кратного объемного избытка воды, подаваемой на гидратацию, по отношению к углеводородной фракции, а также недостаточно высокая удельная производительность (до 211 г изобутилена на 1 литр катализатора в час).

Известен способ получения ТБ гидратацией изобутилена при повышенных температуре и давлении в присутствии гетерогенных катализаторов кислотного типа, включающий контактирование исходной изобутиленсодержащей углеводородной смеси с водой в проточном реакторе (предреакторе), вывод сверху проточного реактора в виде экстракта потока ТБ и непрореагировавших углеводородов, разделение ректификацией полученного экстракта на концентрированный водный раствор ТБ и непрореагировавшие углеводороды, которые далее подвергают контактированию с водой противотоком в реакционно-экстракционном реакторе. Вода, используемая для гидратации изобутилена в проточном и реакционно-экстракционном реакторах, может содержать до 1% масс. ТБ. Количество воды, подаваемой в проточный реактор, не превышает 25% от общего количества воды, используемой для гидратации [RU 2089536, 10.09.1997].

Недостатком данного способа является недостаточно высокая степень превращения изобутилена (остаточное содержание изобутилена в отработанных углеводородных фракциях составляет более 0,5% масс), достаточно высокий избыток воды, подаваемой на гидратацию (1,7-4,4 объемов воды на 1 объем исходных углеводородов).

Наиболее близким к заявляемому является способ получения ТБ гидратацией изобутилена при повышенных температуре и давлении путем контакта изобутиленсодержащей углеводородной фракции с водой в реакторах проточного и реакционно-экстракционного типа, заполненных гетерогенными кислотными катализаторами. Воду подают на гидратацию в оба реактора, исходную изобутиленсодержащую углеводородную фракцию подают в реактор проточного типа, из которого выводят поток непрореагировавших углеводородов, содержащих ТБ. Затем данный поток разделяют ректификацией на концентрированный водный раствор ТБ и непрореагировавшие углеводороды с последующей подачей последних противотоком с водой в реактор реакционно-экстракционного типа. С верхней части реакционно-экстракционного реактора отбирают отработанную углеводородную фракцию, содержащую, главным образом, инертные углеводороды, и с нижней части реактора выводят водный раствор ТБ. В реакторе проточного типа процесс осуществляют при диспергировании водной фазы, подаваемой через специальное распределительное устройство в верхнюю часть данного реактора, в сплошном потоке углеводородной фазы. Из нижней части проточного реактора выводят водную фазу с содержанием ТБ около 13% масс, которую рециркулируют в верхнюю часть данного реактора. В проточном реакторе гидратируют большую часть от количества исходного изобутилена при температуре подаваемой воды меньшей температуры воды, подаваемой в реакционно-экстракционный реактор [RU 2394806, 20.07.2010 - прототип].

Недостатком данного способа является недостаточно высокая удельная производительность (195-224 г изобутилена на 1 литр катализатора в час). Другим недостатком является сложность технологии, связанная с необходимостью использования в проточном реакторе специального распределительного устройства для диспергирования воды и хорошего контактирования водной и углеводородной фаз, необходимостью поддерживать уровень раздела фаз вверху или внизу реактора в сепараторе.

Задачей заявляемого способа является повышение удельной производительности, а также упрощение технологии процесса получения ТБ и сокращение за счет этого материальных и энергозатрат.

Указанная задача решается способом получения ТБ гидратацией изобутилена, содержащегося в углеводородных фракциях, при повышенных температуре и давлении в присутствии гетерогенных кислотных катализаторов. Исходную углеводородную фракцию подают в реактор проточного типа в виде однофазной смеси ее с водой и концентрированным водным раствором ТБ, содержащим 5-20% масс, воды, при массовом соотношении раствора ТБ и углеводородной фракции от 0,4 до 1,1. Из продуктов, полученных в проточном реакторе, далее выделяют ректификацией непрореагировавшие углеводороды и концентрированный водный раствор ТБ. Затем непрореагировавшие углеводороды подают противотоком с водой в реактор реакционно-экстракционного типа, из которого выводят водный раствор ТБ.

Подачу однофазной (гомогенной) смеси исходной углеводородной фракции с водой и концентрированным водным раствором ТБ осуществляют либо в верхнюю часть проточного реактора и снизу из него выводят полученные продукты, либо указанную смесь подают в нижнюю часть проточного реактора, а полученные продукты выводят сверху реактора. Концентрированный водный раствор ТБ, выделенный ректификацией из продуктов, полученных в проточном реакторе, может быть частично направлен в проточный реактор.

Из реакционно-экстракционного реактора в виде верхнего продукта выводят отработанную углеводородную фракцию, а в виде нижнего продукта отводят водный раствор ТБ, который направляют на концентрирование, и далее концентрированный водный раствор ТБ может быть частично направлен в проточный реактор.

Концентрированный водный раствор ТБ, подаваемый в проточный реактор, также может быть получен и в другом процессе.

В качестве реакторов проточного и реакционно-экстракционного типа используют колонные аппараты (вертикальные аппараты цилиндрической формы), заполненные катализатором. Реакционная система может состоять из нескольких аппаратов того и другого указанного типа. Катализатор в реакторах может быть расположен в виде одного или нескольких слоев, число которых составляет 2 и более. Для регулирования температуры в реакторах возможно охлаждение или нагрев реакционного потока между реакторами и слоями катализатора с помощью теплообменников.

В качестве сырья используют промышленные изобутиленсодержащие углеводородные фракции, полученные пиролизом углеводородного сырья, каталитическим крекингом, дегидрированием изобутана, изомеризацией нормальных бутенов. В качестве исходной фракции могут быть использованы фракции с различным содержанием изобутилена, в частности бутилен-изобутиленовые и изобутан-изобутиленовые фракции, содержащие 10 - 65% масс, изобутилена.

В качестве гетерогенных кислотных катализаторов могут быть использованы катионообменные смолы в Н-форме, в частности катиониты на основе сульфированных сополимеров стирола и дивинилбензола, например формованный катализатор КУ-2ФПП, катализатор КУ-2-23ФПП, макропористые сульфокатиониты различных марок и фирм изготовителей: Duolite С26, Amberlyst 15, Lewatit К2629, Dowex 50, Purolite CT275 и т.п.

Процесс гидратации изобутилена проводят при температуре 70-130°С, предпочтительно 70-100°С и давлении, достаточном для поддержания продуктов реакции в жидком состоянии.

Существенные отличия заявляемого способа от прототипа состоят в том, что исходную изобутиленсодержащую углеводородную фракцию в реактор проточного типа подают в виде однофазной смеси ее с водой и концентрированным водным раствором ТБ, содержащим 5-20% масс, воды, при массовом соотношении раствора ТБ и углеводородной фракции от 0,4 до 1,1.

Заявляемый способ позволяет упростить технологию процесса, а также повысить удельную производительность до 230-240 г изобутилена на 1 литр катализатора в час за счет более эффективного использования реакционного объема при сохранении высокой степени конверсии изобутилена (99,8-99,9%) при достаточно низком объемном соотношении (1,4-1,9):1 воды и исходных углеводородов, подаваемых на гидратацию, и, как следствие, снизить энергетические и материальные затраты на производство целевого продукта.

Промышленная применимость предлагаемого способа подтверждена приведенными ниже примерами использования изобретения.

На фиг.1,2 показаны конкретные варианты реализации изобретения, которые не исчерпывают всех вариантов осуществления способа и возможны любые иные технологические решения при соблюдении сути изобретения, изложенной в формуле изобретения.

Пример 1.

Процесс проводят по схеме, представленной на фиг.1.

В проточный реактор Р-1, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 2300 мм и внутренним диаметром 40 мм, загружено 2,4 литра макропористого сульфокатионита Purolite СТ275.

Исходную бутилен-изобутиленовую фракцию (поток 1) в количестве 3034,0 г/час (5835 мл/час), содержащую 54,7% масс, изобутилена, смешивают с водой (поток 2) в количестве 595,5 г/час (617 мл/час) и концентрированным водным раствором ТБ (поток 4) в количестве 3337,0 г/час, содержащим 9,25% масс. воды,. Массовое соотношение раствора ТБ и углеводородной фракции составляет 1,1. Полученную однофазную смесь (поток 3) в количестве 6966,5 г/час подают в верхнюю часть реактора Р-1.

В реакторе Р-1 температура составляет 85-90°С, давление 18-19 атм.

Снизу реактора Р-1 выводят полученные продукты в количестве 6966,5 г/час (поток 5) и подают их в насадочную ректификационную колонну К-1 эффективностью 25 теоретических тарелок..

Из куба колонны К-1 отводят концентрированный водный раствор ТБ (поток 7) в количестве 5240,3 г/час, содержащий 9,25% масс. воды. Часть полученного раствора ТБ (поток 4) в количестве 3337,0 г/час направляют в проточный реактор Р-1. Остальную часть раствора ТБ (поток 8) в количестве 1903,3 г/час используют далее, в частности для получения изобутилена.

Сверху колонны К-1 отбирают непрореагировавшие углеводороды (поток 6) в количестве 1726,2 г/час, содержащие 20,38% масс, изобутилена и менее 0,1% масс. ТБ, которые затем подают в нижнюю часть реакционно-экстракционного реактора Р-2.

В реактор Р-2, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 9000 мм и внутренним диаметром 32 мм, загружено 4,5 л формованного сульфокатионита КУ-2ФПП.

В верхнюю часть реактора Р-2 подают воду (поток 11, равный сумме потоков 12 и 13) в количестве 7402,3 г/час (7671 мл/час).

В реакторе Р-2 температура составляет 85-90°С, давление 18-19 атм.

Сверху реактора Р-2 выводят отработанную углеводородную фракцию (поток 9) в количестве 1376,0 г/час, содержащую примеси изобутилена (0,12% масс.) и ТБ (менее 0,1% масс).

Снизу реактора Р-2 отводят водный раствор ТБ (поток 10) в количестве 7752,5 г/час, содержащий 6,02% масс. ТБ, который подают в насадочную ректификационную колонну К-2 эффективностью 20 теоретических тарелок.

Сверху колонны К-2 отбирают концентрированный водный раствор ТБ (поток 14) в количестве 544,5 г/час, содержащий 15,3% масс, воды, который используют далее, в частности для получения изобутилена.

Из куба колонны К-2 отводят рециркулирующую воду (поток 13) в количестве 7208,0 г/час (7470 мл/час), содержащую менее 0,1% масс. ТБ, добавляют свежую воду (поток 12) в количестве 194,3 г/час (201 мл/час) и полученный водный поток 11 направляют в реактор Р-2.

Конверсия изобутилена в процессе составляет 99,9%, производительность по изобутилену 240,3 г/л катализатора в час при объемном соотношении вода: исходные углеводороды, равном 1,42 (объемное отношение суммы потоков 2 и 11 к потоку 1).

Пример 2.

Процесс проводят по схеме, представленной на фиг.1.

В проточный реактор Р-1, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 2300 мм и внутренним диаметром 40 мм, загружено 2,4 литра макропористого сульфокатионита Lewatit К2629.

Исходную бутилен-изобутиленовую фракцию (поток 1) в количестве 3012,0 г/час (5792 мл/час), содержащую 54,7% масс, изобутилена, смешивают с водой (поток 2) в количестве 485,7 г/час (503 мл/час) и концентрированным водным раствором ТБ (поток 4) в количестве 2500,0 г/час, содержащим 5,0% масс. воды,. Массовое соотношение раствора ТБ и углеводородной фракции составляет 0,83. Полученную однофазную смесь (поток 3) в количестве 5997,7 г/час подают в верхнюю часть реактора Р-1.

В реакторе Р-1 температура составляет 80-85°С, давление 17-18 атм.

Снизу реактора Р-1 выводят полученные продукты в количестве 5997,7 г/час (поток 5) и подают их в насадочную ректификационную колонну К-1 эффективностью 25 теоретических тарелок.

Из куба колонны К-1 отводят концентрированный водный раствор ТБ (поток 7) в количестве 4227,9 г/час, содержащий 5,0% масс. воды. Часть полученного раствора ТБ (поток 4) в количестве 2500,0 г/час направляют в проточный реактор Р-1. Остальную часть раствора ТБ (поток 8) в количестве 1727,9 г/час используют далее, в частности для получения изобутилена.

Сверху колонны К-1 отбирают непрореагировавшие углеводороды (поток 6) в количестве 1769,8 г/час, содержащие 22,9% масс, изобутилена и менее 0,1% масс. ТБ, которые затем подают в нижнюю часть реакционно-экстракционного реактора Р-2.

В реактор Р-2, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 9000 мм и внутренним диаметром 32 мм, загружено 4,5 л формованного сульфокатионита КУ-2-23ФПП.

В верхнюю часть реактора Р-2 подают воду (поток 11, равный сумме потоков 12 и 13) в количестве 8681,8 г/час (8997 мл/час).

В реакторе Р-2 температура составляет 85-90°С, давление 18-19 атм.

Сверху реактора Р-2 выводят отработанную углеводородную фракцию (поток 9) в количестве 1366,1 г/час, содержащую примеси изобутилена (0,12% масс.) и ТБ (менее 0,1% масс).

Снизу реактора Р-2 отводят водный раствор ТБ (поток 10) в количестве 9085,5 г/час, содержащий 5,92% масс. ТБ, который подают в насадочную ректификационную колонну К-2 эффективностью 20 теоретических тарелок.

Сверху колонны К-2 отбирают концентрированный водный раствор ТБ (поток 14) в количестве 627,6 г/час, содержащий 15,3% масс, воды, который используют далее, в частности для получения изобутилена.

Из куба колонны К-2 отводят рециркулирующую воду (поток 13) в количестве 8457,9 г/час (8765 мл/час), содержащую менее 0,1% масс. ТБ, добавляют свежую воду (поток 12) в количестве 223,9 г/час (232 мл/час) и полученный водный поток 11 направляют в реактор Р-2.

Конверсия изобутилена в процессе составляет 99,9%, производительность по изобутилену 238,5 г/л катализатора в час при объемном соотношении вода: исходные углеводороды, равном 1,64 (объемное отношение суммы потоков 2 и 11 к потоку 1).

Пример 3.

Процесс проводят по схеме, представленной на фиг.2.

В проточный реактор Р-1, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 2300 мм и внутренним диаметром 40 мм, загружено 2,4 литра макропористого сульфокатионита Amberlyst 15.

Исходную изобутан-изобутиленовую фракцию (поток 1) в количестве 3341,0 г/час (6960 мл/час), содержащую 47,8% масс, изобутилена, смешивают с водой (поток 2) в количестве 35,0 г/час (36 мл/час) и концентрированным водным раствором ТБ (поток 4) в количестве 1704,0 г/час, содержащим 20,0% масс. воды,. Массовое соотношение раствора ТБ и углеводородной фракции составляет 0,51. Полученную однофазную смесь (поток 3) в количестве 5080,0 г/час подают в нижнюю часть реактора Р-1.

В реакторе Р-1 температура составляет 80-85°С, давление 17-18 атм.

Сверху реактора Р-1 выводят полученные продукты (поток 5) в количестве 5080,0 г/час и подают их в насадочную ректификационную колонну К-1 эффективностью 25 теоретических тарелок.

Из куба колонны К-1 отводят концентрированный водный раствор ТБ (поток 7) в количестве 2260,0 г/час, содержащий 9,4% масс, воды, и используют его далее, в частности для получения изобутилена.

Сверху колонны К-1 отбирают непрореагировавшие углеводороды (поток 6) в количестве 2820,0 г/час, содержащие 38,1% масс, изобутилена и менее 0,1% масс. ТБ, которые затем подают в нижнюю часть реакционно-экстракционного реактора Р-2.

В реактор Р-2, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 9000 мм и внутренним диаметром 32 мм, загружено 4,5 л формованного сульфокатионита КУ-2ФПП.

В верхнюю часть реактора Р-2 подают воду (поток 10, равный сумме потоков 11 и 12) в количестве 12927,8 г/час (13397 мл/час).

В реакторе Р-2 температура составляет 80-85°С, давление 17-18 атм.

Сверху реактора Р-2 выводят отработанную углеводородную фракцию (поток 8) в количестве 1747,2 г/час, содержащую примеси изобутилена (0,18% масс.) и ТБ (менее 0,1% масс).

Снизу реактора Р-2 отводят водный раствор ТБ (поток 9) в количестве 14000,6 г/час, содержащий 10,17% масс. ТБ, который подают в насадочную ректификационную колонну К-2 эффективностью 20 теоретических тарелок.

Сверху колонны К-2 отбирают концентрированный водный раствор ТБ (поток 13) в количестве 1772,0 г/час, содержащий 20,0% масс. воды. Часть полученного раствора ТБ (поток 4) в количестве 1704,0 г/час направляют в проточный реактор Р-1. Остальную часть раствора ТБ (поток 14) в количестве 68,0 г/час используют далее, в частности для получения изобутилена.

Из куба колонны К-2 отводят рециркулирующую воду (поток 12) в количестве 12228,6 г/час (12672 мл/час), содержащую менее 0,1% масс. ТБ, добавляют свежую воду (поток 11) в количестве 699,2 г/час (725 мл/час) и полученный водный поток 10 направляют в реактор Р-2.

Конверсия изобутилена в процессе составляет 99,8%, производительность по изобутилену 231 г/л катализатора в час при объемном соотношении вода: исходные углеводороды, равном 1,93 (объемное отношение суммы потоков 2 и 10 к потоку 1).

Пример 4.

Процесс проводят по схеме, представленной на фиг.2.

В проточный реактор Р-1, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 2300 мм и внутренним диаметром 40 мм, загружено 2,4 литра макропористого сульфокатионита Lewatit К2621.

Исходную изобутан-изобутиленовую фракцию (поток 1) в количестве 3324,0 г/час (6925 мл/час), содержащую 47,8% масс, изобутилена, смешивают с водой (поток 2) в количестве 200,7 г/час (208 мл/час) и концентрированным водным раствором ТБ (поток 4) в количестве 1329,6 г/час, содержащим 13,5% масс. воды,. Массовое соотношение раствора ТБ и углеводородной фракции составляет 0,4. Полученную однофазную смесь (поток 3) в количестве 4854,3 г/час подают в нижнюю часть реактора Р-1.

В реакторе Р-1 температура составляет 85-90°С, давление 18-19 атм.

Сверху реактора Р-1 выводят полученные продукты (поток 5) в количестве 4854,3 г/час и подают их в насадочную ректификационную колонну К-1 эффективностью 25 теоретических тарелок.

Из куба колонны К-1 отводят концентрированный водный раствор ТБ (поток 7) в количестве 2231,0 г/час, содержащий 7,1% масс, воды, и используют его далее, в частности для получения изобутилена.

Сверху колонны К-1 отбирают непрореагировавшие углеводороды (поток 6) в количестве 2623,3 г/час, содержащие 33,85% масс, изобутилена и менее 0,1% масс. ТБ, которые затем подают в нижнюю часть реакционно-экстракционного реактора Р-2.

В реактор Р-2, представляющий собой вертикальную трубу из нержавеющей стали высотой 9000 мм и внутренним диаметром 32 мм, загружено 4,5 л формованного сульфокатионита КУ-2-23ФПП.

В верхнюю часть реактора Р-2 подают воду (поток 10, равный сумме потоков 11 и 12) в количестве 12563,3 г/час (13019 мл/час).

В реакторе Р-2 температура составляет 80-85°С, давление 17-18 атм.

Сверху реактора Р-2 выводят отработанную углеводородную фракцию (поток 8) в количестве 1738,3 г/час, содержащую примеси изобутилена (0,18% масс.) и ТБ (менее 0,1% масс).

Снизу реактора Р-2 отводят водный раствор ТБ (поток 9) в количестве 13448,3 г/час, содержащий 8,74% масс. ТБ, который подают в насадочную ректификационную колонну К-2 эффективностью 20 теоретических тарелок.

Сверху колонны К-2 отбирают концентрированный водный раствор ТБ (поток 13) в количестве 1352,0 г/час, содержащий 13,5% масс. воды. Часть полученного раствора ТБ (поток 4) в количестве 1329,6 г/час направляют в проточный реактор Р-1. Остальную часть раствора ТБ (поток 14) в количестве 22,4 г/час используют далее, в частности для получения изобутилена.

Из куба колонны К-2 отводят рециркулирующую воду (поток 12) в количестве 12096,3 г/час (12535 мл/час), содержащую менее 0,1% масс. ТБ, добавляют свежую воду (поток 11) в количестве 467,0 г/час (484 мл/час) и полученный водный поток 10 направляют в реактор Р-2.

Конверсия изобутилена в процессе составляет 99,8%, производительность по изобутилену 229,8 г/л катализатора в час при объемном соотношении вода: исходные углеводороды, равном 1,91 (объемное отношение суммы потоков 2 и 10 к потоку 1).