用于纯化1-戊烯的方法和设备

技术领域

本申请主要涉及用于纯化1-戊烯的方法和设备，尤其是涉及用于对以合成气为原料制得的烯烃产物中的1-戊烯馏分进行纯化的方法和设备。

背景技术

1-戊烯是一种高附加值的精细化工中间体，因其特殊的烯烃双键位置及空间结构成为高分子材料改性和复杂金属有机化合物合成、药物合成的重要单体。1-戊烯也可通过氢甲酰化过程生成工业利用价值更高的1-己烯产品。

目前工业上1-戊烯的来源主要是石油路线和甲醇制烯烃(MTO)路线的产品副产物，但是这些方法的产量和效率均很低。人们也尝试着基于合成气来直接制1-戊烯，然而，最后得到的1-戊烯的纯度无法令人满意。因此，如何获得极高纯度的1-戊烯仍是一项极有难度的挑战。

目前对该方面的研究鲜有报道，而随着1-戊烯的用途越来越广泛，人们迫切需要进一步提高1-戊烯纯度的纯化方法和设备，以缓解供需矛盾、提高产品附加值。

发明内容

发明人对此进行了深入而广泛的研究，通过对工艺条件和纯化设备进行改良，以低成本而便利的方式达成了上述目的，由此完成了本发明。在本发明的一个方面中，本发明提供了一种纯化1-戊烯的方法，该方法包括：

步骤(i)：提供包含1-戊烯的物流；

步骤(ii)：对所述包含1-戊烯的物流进行原料切割，在该步骤(ii)中，至少部分地除去C4以下馏分物流和C8以上馏分物流，以得到C5-C7馏分物流；

步骤(iii)：对从步骤(ii)得到的C5-C7馏分物流进行水洗以除去低碳醇，从而得到第一混合物物流；

步骤(iv)：对从步骤(iii)得到的第一混合物物流进行馏分切割，以得到C5馏分物流、C6馏分物流和C7馏分物流；

步骤(v)：在第一萃取剂的存在下通过萃取精馏脱除由步骤(iv)得到的C5馏分物流中的含氧化合物，以得到富C5馏分物流，所述富C5馏分物流包含C5烃；

步骤(vi)：利用C1-C4醇对步骤(v)中得到的富C5馏分物流进行反应精馏，以至少部分地除去叔碳烯烃，从而得到第二混合物物流，所述第二混合物物流包含所述C1-C4醇和C5烃；

步骤(vii)：用第二萃取剂脱除由步骤(vi)得到的第二混合物物流中的C1-C4醇，以得到第三混合物物流，所述第三混合物物流包含C5烃；

步骤(viii)：对步骤(vii)中获得的第三混合物物流进行精密精馏，以除去沸点比1-戊烯低的轻组分烃，从而得到精1-戊烯物流，所述精1-戊烯物流包含1-戊烯和沸点比1-戊烯高的不同于1-戊烯的C5烃；

步骤(ix)：对步骤(viii)中获得的精1-戊烯物流进行脱重组分，以除去沸点比1-戊烯高的重组分烃，从而得到富1-戊烯物流，所述富1-戊烯物流包含1-戊烯；

步骤(x)：用第三萃取剂对从步骤(ix)获得的富1-戊烯物流进行萃取，以除去沸点与1-戊烯接近的C5异构烃，并得到第四混合物物流，所述第四混合物物流包含1-戊烯和第三萃取剂；

步骤(xi)：在步骤(x)之后从第四混合物物流中回收第三萃取剂，同时得到1-戊烯产品物流。

根据该第一方面的一个实施方式，所述方法还包括以下步骤(a)和(b)中的至少一种：

步骤(a)，在步骤(v)之后对第一萃取剂进行回收；

步骤(b)，在步骤(vii)之后对第二萃取剂进行回收。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(ii)在原料切割塔中进行，所述原料切割塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，来自步骤(i)的包含1-戊烯的物流的进料位置在从上起第5～35块塔板处，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为70～120℃，在塔顶得到C5-C7馏分物流。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(iii)在水洗塔中进行，所述水洗塔的理论塔板数为3～10块，水的进料位置为所述水洗塔从上起第一块塔板，C5～C7馏分物流的进料位置为所述水洗塔从上起最后一块板，水油比为0.4～4，操作温度为5～45℃。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(iv)在馏分切割塔中进行，所述馏分切割塔在其中设置有竖直隔板，以将馏分切割塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，侧线采出一侧为侧线精馏区，隔板之上为公共精馏区，隔板之下为公共提馏区；预分馏区的理论塔板数为5～15块，侧线精馏区的理论塔板数为5～15块，公共精馏区的理论塔板数为5～15块，公共提馏区的理论塔板数为5～15块；来自步骤(iii)的第一混合物物流从预分馏区的从上起第2～15块塔板间进料，C5馏分物流由塔顶采出，回流比为1～10，塔顶温度为40～60℃，塔釜温度为60～100℃。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(v)在脱氧化物塔中进行，所述脱氧化物塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为20～50块，回流比为1～10，第一萃取剂的进料位置为脱氧化物塔从上起第2～10块塔板，C5馏分物流的进料位置为脱氧化物塔从上起第5～45块塔板，第一萃取剂和C5馏分物流的进料体积比为1～10:1，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为170～280℃，所得的富C5馏分物流从塔顶采出。根据该第一方面的另一个实施方式，第一萃取剂选自N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、N,N-二甲基甲酰胺(DMF)中的一种或多种。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(vi)在反应精馏塔中进行，反应精馏塔的理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，富C5馏分物流的进料位置为从上起第10～35块，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃。根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(vi)在存在醚化催化剂的条件下进行，所述醚化催化剂为强酸性阳离子树脂。根据该第一方面的另一个实施方式，所述步骤(vi)中使用的C1-C4醇选自以下的至少一种：甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇、1-丁醇、2-丁醇、2-甲基-1-丙醇、2-甲基-2-丙醇、乙二醇、1,2-丙二醇、1,3-丙二醇、1,2-丁二醇、1,3-丁二醇、1,4-丁二醇、2,3-丁二醇、2-甲基-1,3-丙二醇、3-甲基-1,2-丙二醇、1,2,3-丙三醇、1,2,3-丁三醇、1,2,4-丁三醇、2-甲基-1,2,3-丙三醇、1,2,3,4-丁四醇、或其任意混合物。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(vii)在萃取塔中进行，所述第二萃取剂为水。根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(vii)在萃取塔中进行，萃取塔的理论塔板数为3～10块，水的进料位置是所述萃取塔从上起第一块塔板，第二混合物物流的进料位置是所述萃取塔从上起最后一块塔板，水油比为0.4～4，操作温度为5～45℃。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(viii)在精分脱轻组分塔中进行，所述精分脱轻组分塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为60～160块，回流比为10～40，第三混合物物流的进料位置为精分脱轻组分塔的从上起第10～50块塔板，塔顶温度为40～60℃，塔釜温度为50～70℃。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(ix)在精分脱重组分塔中进行，所述精分脱重组分塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为60～160块，回流比为5～20，精1-戊烯物流的进料位置为精分脱重组分塔的从上起第10～50块塔板，塔顶温度为50～70℃，塔釜温度为55～75℃。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(x)在萃取精馏脱异构烃塔中进行，所述萃取精馏脱异构烃塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，理论塔板数为20～80块，回流比为1～20，富1-戊烯物流的进料位置为从上起第5～75块，第三萃取剂的进料位置为从上起第2～10块塔板，塔顶温度为45～55℃，塔釜温度为70～120℃。根据该第一方面的另一个实施方式，所述第三萃取剂选自以下的至少一种：N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、N,N-二甲基甲酰胺。

根据该第一方面的另一个实施方式，步骤(xi)在第三萃取剂回收塔中进行，所述第三萃取剂回收塔位于萃取精馏脱异构烃塔下游，所述第三萃取剂回收塔的至少一个入口与所述萃取精馏脱异构烃塔的至少一个出口相连，所述第三萃取剂回收塔的理论塔板数为6～40块，第三萃取剂的进料位置为上起第2～5块，第四混合物物流的进料位置为从上起第20～35块，回流比为1～20，操作压力为0.1～0.3MPaG，塔顶温度为45～60℃，塔釜温度为170～280℃，塔顶采出1-戊烯产品物流。

本发明的第二个方面提供了一种用于分离和提纯1-戊烯的设备，按照从上游至下游的顺序，该设备包括：原料切割塔、水洗塔、馏分切割塔、脱氧化物塔、反应精馏塔、萃取塔、精分脱轻组分塔和萃取精馏脱异构烃塔。

根据该第二方面的一个实施方式，所述设备还包括：

醇回收塔，其设置在反应精馏塔下游，其至少一个出口与萃取塔的入口连接，并且所述萃取塔的至少一个出口与所述醇回收塔的至少一个入口连接。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述的设备还包括：第一萃取剂回收塔，其设置在脱氧化物塔下游，所述第一萃取剂回收塔的至少一个入口与所述脱氧化物塔的至少一个出口相连。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述设备还包括：第三萃取剂回收塔，其位于萃取精馏脱异构烃塔下游，所述第三萃取剂回收塔的至少一个入口与所述萃取精馏脱异构烃塔的至少一个出口相连。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述原料切割塔的理论塔板数为20～40块，所述原料切割塔的至少一个入口位于原料切割塔的从上起第5～35块塔板间。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述水洗塔的理论塔板数为3～10块，所述水洗塔的至少一个入口位于水洗塔的从上起第一块塔板，所述水洗塔的至少另一个入口位于所述水洗塔从上起最后一块板。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述馏分切割塔在其中设置有竖直隔板，以将馏分切割塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，侧线采出一侧为侧线精馏区，隔板之上为公共精馏区，隔板之下为公共提馏区；预分馏区的理论塔板数为5～15块，侧线精馏区的理论塔板数为5～15块，公共精馏区的理论塔板数为5～15块，公共提馏区的理论塔板数为5～15块。根据该第二方面的另一个实施方式，所述馏分切割塔的至少一个入口位于预分馏区的从上起第2～15块板处。根据该第二方面的另一个实施方式，任选地，所述馏分切割塔的至少另一个入口位于侧线精馏区的从上起第2～15块板处。根据该第二方面的另一个实施方式，所述馏分切割塔的至少一个出口位于塔顶。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述脱氧化物塔的理论塔板数为20～50块，所述脱氧化物塔包括位于从上起第2～10块塔板处的入口以及从上起第5～45块塔板处的入口。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述反应精馏塔的理论塔板数为20～40块，入口位置为从上起第10～35块塔板处。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述萃取塔的理论塔板数为3～10块，所述萃取塔的至少一个入口位于所述萃取塔从上起第一块塔板处，还有至少一个入口位于所述萃取塔从上起最后一块塔板处。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述所述精分脱轻组分塔的理论塔板数为60～160块，所述精分脱轻组分塔包括位于从上起第10～50块塔板的至少一个入口。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述精分脱重组分塔的理论塔板数为60～160块，其至少一个入口的位置为从上起第10～50块塔板处。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述萃取精馏脱异构烃塔的理论塔板数为20～80块，其包括位于从上起第5～75块的至少一个入口以及位于从上起第2～10块塔板的至少另一个入口。

根据该第二方面的另一个实施方式，所述第三萃取剂回收塔的理论塔板数为6～40块，所述第三萃取剂回收塔的至少一个入口为从上起第2～5块塔板，其至少另一个入口为从上起第20～35块塔板。

接下来会结合附图对本申请的一些实施方式进行描述。

附图说明

附图中显示了本发明的方法和设备例示，其中：

图1示出了本发明的用来对包含1-戊烯的物流进行分离和纯化的设备的示意图。

在该附图中，各附图标记对应的部件名称如下：

D1-原料切割塔；E1-水洗塔；D2-馏分切割塔；D3-脱氧化物塔；D4-第一萃取剂回收塔；R1-反应精馏塔；E2-萃取塔(水洗塔)；D5-醇回收塔；D6-精分脱轻组分塔；D7-精分脱重组分塔；D8-萃取精馏脱异构烃塔；D9-第三萃取剂回收塔；

1为包含1-戊烯的物流，2为C5-C7馏分物流，3为C8以上馏分物流，4为水物流，5为第一混合物物流，6为低碳醇水溶液物流，7为C5馏分物流，8为C6馏分物流，9为C7馏分物流，10为包含C5烃的富C5馏分物流，11为第一萃取剂和含氧化合物混合物流，12为含氧化物物流，13为第一萃取剂物流，14为新鲜第一萃取剂物流，15为第二混合物物流，16为醚化产物，17为第三混合物物流，18为C1-C4醇水溶液物流，19为C1-C4醇物流，20为第二萃取剂(水)物流，21为新鲜C1-C4醇物流，22为新鲜第二萃取剂(水)物流，23为沸点比1-戊烯低的烃物流，24为精1-戊烯物流，25为富1-戊烯物流，26为沸点比1-戊烯高的重组分烃物流，27为异构烃物流，28为第三萃取剂和1-戊烯混合物流，29为1-戊烯产品物流，30为第三萃取剂物流，31为新鲜第三萃取剂物流。

具体实施方式

本文所公开的“范围”以下限和上限的形式表示。可以分别为一个或多个下限，和一个或多个上限。给定范围是通过选定一个下限和一个上限进行限定的。选定的下限和上限限定了特别范围的边界。所有可以这种方式进行限定的范围是包含端值且可相互组合的，即任何下限可以与任何上限组合形成一个范围。例如，针对特定参数列出了60-120和80-110的范围，理解为60-110和80-120的范围也是预料到的。此外，如果列出的最小范围值为1和2，并且同时列出了最大范围值3，4和5，则下面的范围可全部预料到：1-3、1-4、1-5、2-3、2-4和2-5。

在本申请中，除非有其他说明，数值范围“a-b”表示a到b之间的任意实数组合的缩略表示，其中a和b都是实数。例如数值范围“0-5”表示本文中已经全部列出了“0-5”之间的全部实数，“0-5”只是这些数值组合的缩略表示。

本申请中，数字之后跟着的“以上”或“以下”包括本数。例如，“5以下”表示小于或等于5，“7以上”表示大于或等于7。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有实施方式以及优选实施方式可以相互组合形成新的技术方案。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有技术特征以及优选特征可以相互组合形成新的技术方案。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有步骤可以顺序进行，也可以随机进行，但是优选是顺序进行的。例如，所述方法包括步骤(a)和(b)，表示所述方法可包括顺序进行的步骤(a)和(b)，也可以包括顺序进行的步骤(b)和(a)。例如，所述提到所述方法还可包括步骤(c)，表示步骤(c)可以任意顺序加入到所述方法，例如，所述方法可以包括步骤(a)、(b)和(c)，也可包括步骤(a)、(c)和(b)，也可以包括步骤(c)、(a)和(b)等。

在本申请中，如果没有特别的说明，本文所提到的“包括”表示开放式，也可以是封闭式。例如，所述“包括”可以表示还可以包含没有列出的其他组分，也可以仅包括列出的组分。

在本申请中，术语“上游”、“下游”相对于物流来描述各个部件的相对位置，即物流先流过“上游”再流过“下游”。

在本申请中，术语“物流”表示在本申请的方法和设备中使用或进行处理的任意可流动的物质流体，其具有客观存在的物质属性和可流动的属性，其可以包括气体、液体、气体和液体的混合物、液体和液体的混合物、气体在液体中的溶液、液体在液体中的溶液、固体在液体中的溶液或悬浮液，或者上述一种或多种情况的组合。例如，在本申请中，作为最初原料的包含1-戊烯的产物(例如由合成气直接制烯烃(FTO)或者任意其他工艺获得的包含1-戊烯的产物)、由该最初原料分理出的任意部分、以及在加工过程中添加入其中或从中回收的任意试剂均可称作“物流”。

在本申请中，“馏分段”、“馏分物流”、“馏分”等可互换使用。

术语“轻质馏分段”是主要包含C1～C20、例如C4～C12的烃类化合物和C1～C20、例如C1～C8的醇、醛、酮、酸类含氧化合物的混合物，根据轻质馏分段的具体来源、制备工艺和分离技术，也有可能包含较低比例的其他不可避免的杂质，但是这些杂质的含量非常低，在本申请的分离和提纯过程中基本上会同时被除去，其在最终1-戊烯产品物流中的含量处于可以接受的水平，因此在本申请的技术方案中不会特别关注对这些杂质的分离。其中，同一碳数的烃类化合物包括正构烷烃、异构烷烃、线性1-烯烃、支链烯烃、内烯烃(即双键烯基并非位于端部的烯烃)、二烯烃、三烯烃、芳烃、环烷烃及环烯烃，同一碳数的含氧化合物包括醇、醛、酮、酸及其异构体。根据本发明的一个实施方式，本申请的方法和设备用于处理的“包含1-戊烯的物流”。例如，所述“包含1-戊烯的物流”可以是合成气直接制烯烃(FTO)的产物或者由合成气直接制烯烃(FTO)产物经过初步分离获得的轻质烃馏分段。也可以是基于石油路线、甲醇制烯烃(MTO)路线、费托反应的产物或者由这些产物经过初步分离获得的轻质烃馏分段。合成气直接制烯烃(FTO)工艺是以合成气(一氧化碳和氢气的混合气体)为原料在催化剂和适当条件下合成各种碳数的烃类混合物的工艺过程，其产物中包含本发明作为目标产物的1-戊烯。石油路线是石油烃高温裂解制乙烯的过程，其产生相当数量的C5馏分副产物。甲醇制烯烃(MTO)是指以煤或天然气合成的甲醇为原料，借助类似催化裂化装置的流化床反应形式，生产低碳烯烃的化工技术。上述工艺的产物中包含本发明作为目标产物的1-戊烯。在此需要强调的是，虽然本发明中主要描述了使用FTO工艺的产物或产物轻质烃馏分段进行1-戊烯的分离和提纯，但是本发明的方法和设备适用于任意包含1-戊烯的混合烃物流，例如可以用来处理以下的一种或多种工艺获得的含1-戊烯的产物流，并且同样实现本申请在1-戊烯的分离和提纯方面的有益效果：费托合成油、石油路线和/或MTO工艺的产物、石油分馏、煤炭精馏、醇类脱水、烷烃氧化脱氢、生物发酵工艺、烃类催化重整、烃类催化裂解、生物油品催化氧化等。根据本发明的一个优选的实施方式，作为最初原料的含1-戊烯的物料是经由FTO合成反应制得的烯烃产物中的轻质烃馏分段。根据本发明的另一个优选的实施方式，作为最初原料的含1-戊烯的物料是甲醇制烯烃工艺制得的烯烃产物中的轻质烃馏分段。

另外，在本申请中，使用Cn烃(或C5馏分)表示具有n个碳原子的烃类的集合体或混合物，例如C5烃表示具有5个碳原子的烃类的集合体或混合物，在本申请的一个实施方式中，C5烃可以包括具有五个碳原子的烷烃、具有五个碳原子的烯烃、具有五个碳原子的炔，其中具有五个碳原子的烷烃可以包括所有具有五个碳原子的直链、支链或环状烷烃，例如正戊烷、2-甲基丁烷、2,2-二甲基丙烷、环戊烷、1-甲基环丁烷，其任意异构体；具有五个碳原子的烯烃可以包括所有具有五个碳原子的直链、支链或环状烯烃，或芳烃，例如1-戊烯、2-戊烯、3-戊烯、2-甲基-1-丁烯、2-甲基-2-丁烯、3-甲基-1-丁烯、环戊烯、1-甲基环丁烯，其任意异构体等；具有五个碳原子的炔烃可以包括所有具有五个碳原子的直链、支链或环状炔烃，例如1-戊炔及其任意异构体。在本申请中用Cn+烃表示具有n个或更多个碳原子的烃类的集合体或混合物，例如C8+烃表示具有6个碳原子或更多个碳原子的烃类的集合体或混合物；在本申请中用Cn-烃表示具有n个或更少碳原子数的烃类的集合体或混合物，例如C4-烃表示具有4个碳原子或更少碳原子数的烃类的集合体或混合物。

在本申请中，用Cn烯表示具有n个碳原子的烯烃的集合体或混合物，例如C5烯表示具有5个碳原子的烃类的集合体或混合物，具有五个碳原子的烯烃可以包括所有具有五个碳原子的直链、支链或环状烯烃，或芳烃，例如1-戊烯、2-戊烯、2-甲基-1-丁烯、2-甲基-2-丁烯、3-甲基-1-丁烯、环戊烯、1-甲基环丁烯等。在本申请中用Cn+烯(烃)表示具有n个或更多个碳原子的烯的集合体或混合物，例如C8+烯表示具有8个碳原子或更多个碳原子的烯烃的集合体或混合物；在本申请中用Cn-烯表示具有n个或更少碳原子数的烯烃的集合体或混合物，例如C4-烯表示具有4个碳原子或更少碳原子数的烯烃的集合体或混合物。以上的表述方式也是本领域中常规采用的表述方式。在此需要强调的是，在附图中显示以及在下文所述的仅仅是本发明的一些具体实施方式，本发明的保护范围不仅限于这些具体实施方式。本发明的保护范围由本发明的权利要求所限定，可能包括权利要求书范围内的任意技术方案，包括但不限于对这些具体实施方式的进一步改进和替代。

现在参考图1来具体说明本发明的方法和设备。在一个实施方式中，本发明提供了一种纯化1-戊烯的方法，该纯化方法使用图1所示的设备进行。所述方法包括以下所述的步骤(i)至(x)。

步骤(i)：提供包含1-戊烯的物流1，根据所述物流1的来源，所述物流1可以具有各种不同的组成。例如，所述物流除了包含1-戊烯以外，还可以包含以下组分：C4-C100范围内的正构烷烃、异构烷烃、环烷烃、不同于1-戊烯的直链1-烯烃、支链烯烃、芳烃、含氧化合物。优选地，所述包含1-戊烯的物流是FTO工艺的产物或者由这些产物经过初步分离获得的轻质烃馏分物流。根据一个优选的实施方式，该产物或者产物的轻质馏分物流中的含氧化合物重量百分含量为5～20％，线性1-戊烯的重量百分比含量可以大于30％，或者≥32％，或者≥35％，或者≥37％，或者≥40％，或者≥42％，或者≥45％，或者≥47％，或者≥50％，或者≥52％，或者≥55％，或者≥60％，线性1-烯烃重量百分比的上限可以是例如≤80重量％，或者≤70重量％，或者≤60重量％，或者≤50重量％，或者≤48重量％，或者≤45重量％。在该步骤(i)中，将上述包含1-戊烯的物流1输送至原料切割塔D1，用于随后进行步骤(ii)。

步骤(ii)：在原料切割塔D1中对包含1-戊烯的物流1进行原料切割，在该步骤中，至少部分地除去C4以下馏分物流和C8以上馏分物流，以得到C5-C7馏分物流2，所述C5-C7馏分物流2包括C5馏分物流、C6馏分物流和C7馏分物流。原料切割塔D1的操作压力为0.1～0.3MPaG，例如，0.2MPaG，理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，来自步骤(i)的包含1-戊烯的物流1在从上起第5～35块塔板间进料，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为70～120℃，在塔顶得到C5-C7馏分物流2。根据本发明的一个优选的实施方式，所述原料切割塔是加压精馏塔。

步骤(iii)：在水洗塔E1中对从步骤(ii)得到的C5-C7馏分物流2进行水洗以除去低碳醇，从而得到第一混合物物流5。根据本发明的一个优选的实施方式，所述水洗塔又可称作低碳醇水洗塔，优选是萃取塔。所述低碳醇包括C1-C4醇，例如，甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、正丁醇、异丁醇、仲丁醇、叔丁醇，这些醇易溶于水，并且可通过水洗除去。应理解，在C5-C7馏分物流中的低碳醇包括上述醇中的一种或多种。C5～C7馏分物流2进入水洗塔E1下部，与从塔E1上部进入的水接触后，将C5～C7馏分物流中的低碳醇脱除，在塔顶得到第一混合物物流5，所述第一混合物物流5不含低碳醇，并且其含有C5～C7馏分物流。低碳醇水溶液从塔底离开水洗塔E1。所述水洗塔的理论板数为3～10块。水与C5-C7馏分物流2的质量比称为水油比，其为0.4～4。水洗塔的操作温度为5～45℃。根据一个实施方式，在水洗步骤(iii)之前，C5-C7馏分物流2中低碳醇的质量百分比可以大于1.0％，例如，1.2-5％，例如，1.5％、2％、2.5％、3％、3.5％、4％、4.5％，在水洗步骤(iii)之后，绝大部分低碳醇作为低碳醇水溶液物流6被除去。在一个实施方式中，基于C5～C7馏分物流中的低碳醇总量，低碳醇被脱除了至少90％，例如，至少92％、至少95％、至少97％、至少98％、至少99％，或者甚至被脱除了至少99.5％。根据一个实施方式，所得到的第一混合物物流5无法检测出任何低碳醇，也即低碳醇在第一混合物物流5中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限。在步骤(iii)中进行水洗去除低碳醇之后得到的第一混合物物流5被输送至馏分切割塔D2，在其中进行馏分切割。

步骤(iv)：对从步骤(iii)得到的第一混合物物流5进行馏分切割，以切割成C5馏分物流7、C6馏分物流8和C7馏分物流9。所述C5馏分物流7包含C5烃。在一个实施方式中，所述步骤(iv)在馏分切割塔D2中进行。根据本发明的一个优选的实施方式，所述六分切割塔是分壁式精馏塔。根据一个实施方式，所述馏分切割塔在其中设置有竖直隔板，以将馏分切割塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，侧线采出一侧为侧线精馏区，隔板之上为公共精馏区，隔板之下为公共提馏区；预分馏区的理论塔板数为5～15块，侧线精馏区的理论塔板数为5～15块，公共精馏区的理论塔板数为5～15块，公共提馏区的理论塔板数为5～15块。其中，来自步骤(iii)的第一混合物物流5从预分馏区的从上起第2～15块塔板间进料，C5馏分物流7由塔顶采出。在一个实施方式中，所述馏分切割塔D2的回流比可达到1～10，例如，2～10、3～10、4～10、5～10、6～10、7～10、8～10，甚至9～10，塔顶温度为40～60℃，塔釜温度为60～100℃。根据一个优选的实施方式，所述馏分切割塔中的压力为0.01-1.0MPa，例如为0.1-0.50MPa，或者为0.5-0.30MPa，或者为0.8-0.10MPa，例如所述馏分切割塔在大气压下操作。步骤(iv)制得的C5馏分物流7进一步输送至脱氧化物塔D3以进行脱氧化物操作。

步骤(v)：用第一萃取剂脱除由步骤(iv)得到的C5馏分物流7中的含氧化合物，以得到富C5馏分物流10，所述富C5馏分物流10包含C5烃。

在一个实施方式中，步骤(v)在脱氧化物塔D3中进行，采取萃取精馏的方式，在第一萃取剂的作用下脱除含氧化合物。根据本发明的一个优选的实施方式，所述脱氧化物塔是加压精馏塔。根据本发明的一个实施方式，所述脱氧化物塔D3的操作压力为0.1～0.3MPaG，例如0.2MPaG。所述脱氧化物塔D3的理论塔板数为20～50块。在一个实施方式中，回流比可以达到1～10，例如，2～10、3～10、4～10、5～10、6～10、7～10、8～10，甚至9～10。第一萃取剂的进料位置为脱氧化物塔D3从上起第2～10块塔板，C5馏分物流7的进料位置为脱氧化物塔D3从上起第5～45块。C5馏分物流7与第一萃取剂接触后，将含氧化合物脱除。在一个实施方式中，第一萃取剂和C5馏分物流7的进料体积比为1～10:1，例如2:1、3:1、4:1、5:1、6:1、7:1、8:1、9:1。在一个实施方式中，塔顶温度为50～60℃，塔釜温度为170～280℃。在一个实施方式中，所述脱氧化物塔D3中的压力为0.01-1.0MPa，例如为0.1-0.50MPa，或者为0.5-0.30MPa，或者为0.8-0.10MPa，例如所述馏分切割塔在大气压下操作。所得的富C5馏分物流从塔顶采出。

根据本发明的一个实施方式，第一萃取剂选自N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉、N,N-二甲基甲酰胺(DMF)中的一种或多种。

在本申请中，“富C5馏分物流”是指该物流10中包含五个碳原子的馏分相对含量高于所述物流1。根据一个实施方式，基于物流1中的C5馏分重量百分含量相比，富C5馏分物流10中的C5馏分含量提高了至少10％，例如提高了至少15％，或者提高了至少20％，或者提高了至少25％，或者提高了至少30％，或者提高了至少35％，或者提高了至少40％，或者提高了至少45％，或者提高了至少50％，或者提高了至少55％，或者提高了至少60％，或者提高了至少65％，或者提高了至少70％，或者提高了至少75％，或者提高了至少80％，或者提高了至少85％，或者提高了至少90％，或者提高了至少95％，或者提高了至少100％，或者提高了至少110％，或者提高了至少120％，或者提高了至少130％，或者提高了至少140％，或者提高了至少150％，或者提高了至少160％，或者提高了至少170％，或者提高了至少180％，或者提高了至少190％，或者提高了至少200％，或者提高了至少220％，或者提高了至少240％，或者提高了至少250％，或者提高了至少280％，或者提高了至少300％，或者提高了至少330％，或者提高了至少350％，或者提高了至少370％，或者提高了至少400％，或者提高了至少430％，或者提高了至少450％，或者提高了至少470％，或者提高了至少500％。根据本申请的另一个实施方式，物流1中1-戊烯的含量为10重量％至50重量％，而在所述预切割分馏之后，所述富C5馏分物流10中1-戊烯的重量百分比高于物流1中的1-戊烯，例如，所述富C5馏分物流10中1-戊烯的重量百分比增加至20重量％至90重量％，例如30重量％至85重量％，例如40重量％至82重量％，例如50重量％至85重量％，例如60重量％至85重量％。根据本发明的一个实施方式，在所述脱含氧化合物步骤(v)之前，所述C5馏分物流7中含氧化合物的总量可以为0.5-20重量％，例如1-18重量％，或者2-15重量％，或者3-12重量％，或者5-10重量％，或者8-10重量％。在所述脱含氧化合物步骤(v)之后，绝大部分含氧化合物作为含氧化合物物流11除去。根据本发明的一个优选的实施方式，在所述脱含氧化合物步骤(v)之后，含氧化合物的除去比例大于80％，或者大于85％，或者大于90％，或者大于95％，或者大于99％，或者大于99.9％，或者大于99.99％。根据一个优选的实施方式，在步骤(v)中通用第一萃取剂除去含氧化合物之后，在所得到的富C5烃馏分物流10中无法检测出任何其他的含氧化合物，也即含氧化合物在物流10中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限。所述“富C5馏分物流10”在组成上除了包含目标产物1-戊烯外，还可能含有FTO反应产物中的各种其他C5直链烷烃和烯烃，例如叔碳烯烃。

在步骤(v)中进行含氧化合物去除之后的得到的富C5馏分物流被输送至反应精馏塔R1以进行反应精馏除去叔碳烯烃。

在步骤(vi)中，在存在C1-C4醇的条件下，对步骤(v)中得到的富C5馏分物流10进行反应精馏，以除去叔碳烯烃，从而得到第二混合物物流，该第二混合物物流包含C1-C4醇与已经除去了叔碳烯烃的C5烃。根据本申请的一个优选的实施方式，所述C1-C4醇选自以下的至少一种：甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇、1-丁醇、2-丁醇、2-甲基-1-丙醇、2-甲基-2-丙醇、乙二醇、1,2-丙二醇、1,3-丙二醇、1,2-丁二醇、1,3-丁二醇、1,4-丁二醇、2,3-丁二醇、2-甲基-1,3-丙二醇、3-甲基-1,2-丙二醇、1,2,3-丙三醇、1,2,3-丁三醇、1,2,4-丁三醇、2-甲基-1,2,3-丙三醇、1,2,3,4-丁四醇，或其任意混合物；优选甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇、1-丁醇、2-丁醇、2-甲基-1-丙醇、2-甲基-2-丙醇、乙二醇、1,2-丙二醇、1,3-丙二醇、1,2-丁二醇、1,3-丁二醇、1,4-丁二醇；更优选甲醇、乙醇、1-丙醇、2-丙醇、1-丁醇、2-丁醇、2-甲基-1-丙醇、2-甲基-2-丙醇；更优选甲醇和乙醇；最优选甲醇。在一个实施方式中，步骤(vi)在反应精馏塔R1中进行。在一个实施方式中，反应精馏塔R1的理论塔板数为20～40块，回流比为1～10，富C5馏分物流的进料位置为从上起第10～35块塔板处，塔顶温度为40～70℃，塔釜温度为80～120℃。根据一个优选的实施方式，所述反应精馏塔R1中的压力为0.01-1.0MPa，例如为0.1-0.50MPa，或者为0.5-0.30MPa，或者为0.8-0.10MPa，例如所述反应精馏塔R1在大气压下操作。

在一个实施方式中，在所述反应精馏塔R1中装填有醚化催化剂，所述醚化催化剂优选为强酸性阳离子树脂，优选Amberlyst 15或Amberlyst 35。所述富C5馏分物流中的叔碳烯烃在存在所述醚化催化剂的条件下与所述C1-C4醇反应，形成醚，然后醚可以通过在该反应精馏塔R1中的精馏而作为醚化产物物流16除去。富C5馏分物流输入反应精馏塔R1之后，在其中进行醚化反应，将其中的叔碳烯烃转化为醚，并作为醚化产物物流16除去之后，得到了第二混合物物流15。在一个实施方式中，所述反应精馏塔R1由三段组成，自上而下依次为精馏段、反应段和提馏段。反应段包括多个催化剂床层，例如3个、4个、5个、6个、7个、8个、9个、10个，催化剂装填在床层上，例如以填料包的形式装填。在各个床层之间用规整填料填充。根据一个实施方式，C1-C4醇和富C5馏分物流10由下段催化剂床层的下方进料。在所述反应精馏步骤(iv)之后，绝大部分叔碳烯烃作为醚化产物物流16除去。根据本发明的一个优选的实施方式，在所述反应精馏步骤(vi)之后，富C5馏分物流10中叔碳烯烃的除去比例大于80％，或者大于85％，或者大于90％，或者大于95％，或者大于99％，或者大于99.9％，或者大于99.99％。根据一个特别优选的实施方式，在步骤(vi)中通过反应精馏除去叔碳烯烃之后，所得到的第二混合物物流15中无法检测出任何叔碳烯烃，也即叔碳烯烃在物流15中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限。所述步骤(vi)中得到的已经除去了叔碳烯烃、包含C1-C4醇(优选甲醇)的第二混合物物流15输送至萃取塔E2，在该萃取塔E2中进行步骤(vii)，在该步骤中用第二萃取剂(例如为水)萃取除去第二混合物物流15中的C1-C4醇，所述C1-C4醇在第二萃取剂中的溶液物流18从塔底输出，除去了C1-C4醇之后的第三混合物物流17则输送至后续的精分脱轻组分塔D6以进行脱轻组分步骤(viii)。根据本申请的一个优选的实施方式，所述第二萃取剂为水，物流18是C1-C4醇在水中的混合物。根据本申请的一个实施方式，步骤(vii)在萃取塔E2中进行，当第二萃取剂为水的时候，所述萃取塔E2可以称为水洗塔。在一个实施方式中，萃取塔的理论塔板数为3～10块，水和第二混合物物流15分别从上起第一块板和最后一块板进料。第二萃取剂(水)物流22和第二混合物物流15的重量比称为水油比，根据一个实施方式，该水油比为0.4～4，例如为0.4～3、0.4～3.5、0.4～3、0.4～2.5、0.4～2.0、0.4～1.5、0.4～1.0或0.4～0.5，例如可以为以下任意两点组合起来得到的数值范围之内：0.6、0.7、0.8、0.9、1.0、1.1、1.2、1.3、1.4、1.5、1.6、1.7、1.8、1.9、2.0、2.1、2.2、2.3、2.4、2.5、2.6、2.7、2.8、2.9、3.0、3.1、3.2、3.3、3.4、3.5、3.6、3.7、3.8、3.9。

在所述萃取塔E2中，步骤(vii)的操作温度为5～45℃，例如5～40℃、5～35℃、5～30℃、5～25℃、5～20℃、5～15℃、5～10℃、10～45℃、10～40℃、10～35℃、10～30℃、10～25℃、10～20℃、10～15℃、15～45℃、15～40℃、15～35℃、15～30℃、15～25℃、15～20℃、20～45℃、20～40℃、20～35℃、20～30℃、20～25℃、25～45℃、25～40℃、25～35℃、25～30℃、30～45℃、30～40℃、30～35℃、35～45℃、35～40℃、40～45℃，例如可以在以下任意两个端点结合起来得到的数值范围之内：5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40、41、42、43、44、45℃。在所述步骤(vii)之后，绝大部分C1-C4醇作为C1-C4醇在第二萃取剂中的溶液物流18除去。根据本发明的一个实施方式，在所述步骤(vii)之前，所述第二混合物物流15中C1-C4醇的总量可以为10-60重量％，例如12-55重量％，或者15-50重量％，或者18-48重量％，或者20-45重量％。根据本发明的一个优选的实施方式，在所述萃取步骤(vii)之后，所述第二混合物物流15中包含的C1-C4醇的除去比例大于80％，或者大于85％，或者大于90％，或者大于95％，或者大于99％，或者大于99.9％，或者大于99.99％。根据一个特别优选的实施方式，在步骤(vii)中通过用第二萃取剂萃取除去C1-C4醇之后，所得到的第三混合物物流17中无法检测出任何残留的C1-C4醇，也即C1-C4醇在物流17中的含量低于常规实验室或工业规模检测技术的检测下限。根据本申请的一个实施方式，第三混合物物流17中1-戊烯的重量百分比增加至50重量％至95重量％，例如60重量％至90重量％，例如70重量％至89重量％，例如80重量％至88重量％，例如85重量％至88重量％。

步骤(viii)是一个脱轻组分步骤，在该步骤中，步骤(vii)中获得的第三混合物物流17输送至精分脱轻组分塔D6，在其中进行脱轻组分操作，以除去沸点比1-戊烯低的轻组分烃，其作为轻组分烃物流23除去，该物流23可以直接烧掉、作为废料处理，进行进一步分馏等纯化和分离操作，或者用于其他化学工艺作为反应物或者助剂。除去轻组分烃之后，得到精1-戊烯物流24，该精1-戊烯物流24主要包含1-戊烯和沸点比1-戊烯沸点高的C5烃。在一个实施方式中，步骤(viii)的精分轻重组分在精分脱轻组分塔D6中进行，根据本申请的一个实施方式，所述精分脱重组分塔D5为加压精馏塔，操作压力为0.1～0.3MPaG，例如0.2MPaG，理论塔板数为60～160块。回流比为10～40，例如，15～40、20～40、25～40、30～40、35～40、15～35、20～35、25～35、30～35、15～30、20～30、25～30、15～25、15～20或20～25。根据本申请的一个实施方式，第三混合物物流17的进料位置为上起第10～50块板，塔顶温度为40～60℃，塔釜温度为50～70℃。根据本申请的一个实施方式，在进行所述步骤(viii)之后，精1-戊烯物流24中的1-戊烯含量相比于第三混合物物流17中1-戊烯含量提高了至少1重量％，例如提高了至少1.5重量％，或者提高了至少2重量％，或者提高了至少2.5重量％，或者提高了至少3重量％，或者提高了至少3.2重量％，或者提高了至少3.4重量％。

步骤(ix)是一个脱重组分步骤，在该步骤中，步骤(viii)中获得的精1-戊烯物流24输送至精分脱重组分塔D7，在其中进行脱重组分操作，以除去沸点比1-戊烯高的重组分烃，其作为重组分烃物流26除去，该物流26可以直接烧掉、作为废料处理，进行进一步分馏等纯化和分离操作，或者用于其他化学工艺作为反应物或者助剂。除去重组分烃之后，得到富1-戊烯物流25，该富1-戊烯物流25主要包含1-戊烯和沸点与1-戊烯接近的C5烃。在一个实施方式中，步骤(ix)的精分脱重组分在精分脱重组分塔D7中进行，根据本申请的一个实施方式，所述精分脱重组分塔D7为加压精馏塔，操作压力为0.1～0.3MPaG，例如0.2MPaG，理论塔板数为60～160块，理论塔板数为60～160块。回流比为5～20，例如，10～20、15～20、5～15、10～15或5～10。根据本申请的一个实施方式，富1-戊烯物流25的进料位置为上起第10～50块板，塔顶温度为50～70℃，塔釜温度为55～75℃。根据本申请的一个实施方式，在进行所述步骤(ix)之后，所述富1-戊烯物流25中的1-戊烯含量相对于精1-戊烯物流24中1-戊烯含量提高了至少1重量％，例如提高了至少1.5重量％，或者提高了至少2重量％，或者提高了至少2.5重量％，或者提高了至少3重量％，或者提高了至少3.2重量％，或者提高了至少3.4重量％。

步骤(x)是一个萃取步骤，在该步骤中，将步骤(ix)获得的富1-戊烯物流25输送至萃取精馏脱异构烃塔D8，同时将第三萃取剂物流25输送至该萃取精馏脱异构烃塔D8：用第三萃取剂对步骤(ix)获得的富1-戊烯物流25进行萃取，得到第四混合物物流28和异构烃物流27。所述第四混合物物流28包含1-戊烯和第三第三萃取剂。在一个实施方式中，步骤(x)在萃取精馏脱异构烃塔D8中进行。根据本申请的一个实施方式，所述萃取精馏脱异构烃塔的操作压力为0.1～0.3MPaG，例如，0.2MPaG，理论塔板数为20～80块。回流比可达到为1～20，例如可以为通过以下任意两个数值点组合起来得到的数值范围之内：2、3、4、5、6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19。富1-戊烯物流的进料位置为从上起第5～75块，第三萃取剂的进料位置为从上起第2～10块塔板，塔顶温度为45～55℃，塔釜温度为70～120℃。根据一个优选的实施方式，第三萃取剂与富1-戊烯物流25的进料体积比为6:1至10:1，例如，5:1至8:1。在一个实施方式中，第三萃取剂选自：N-甲基吡咯烷酮、N-甲酰吗啉(NFM)、N,N-二甲基甲酰胺中的一种，优选N-甲基吡咯烷酮。优选地，第二萃取剂与第三萃取剂相同，优选这两种萃取剂均为N-甲基吡咯烷酮。根据本申请的一个实施方式，在进行所述步骤(x)之后，所述第四混合物物流28中的1-戊烯含量相对于富1-戊烯物流25中1-戊烯含量提高了至少1重量％，例如提高了至少1.5重量％，或者提高了至少2重量％，或者提高了至少2.5重量％，或者提高了至少3重量％，或者提高了至少3.2重量％，或者提高了至少3.4重量％。

步骤(xi)是在步骤(x)之后从第四混合物物流中回收第三萃取剂，同时得到1-戊烯产品物流29。该步骤在第三萃取剂回收塔D9中进行，所述第三萃取剂回收塔位于萃取精馏脱异构烃塔D8下游，所述第三萃取剂回收塔D9的至少一个入口与所述萃取精馏脱异构烃塔D8的至少一个出口相连，所述第三萃取剂回收塔D9的理论塔板数为25-30块，第三萃取剂的进料位置为从上起第2-5块，例如第3块，第四混合物物流的进料位置为从上起第20-30块，例如第25块塔板，回流比可以达到2-10，例如3，操作压力为0.1MPaG，塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为234～235℃，塔顶采出1-戊烯产品物流29。

根据本申请的一个优选的实施方式，所述1-戊烯产品物流29中目标产物1-戊烯的含量为85-99.9重量％，例如≥88重量％，或者≥90重量％，或者≥92重量％，或者≥94重量％，或者≥95重量％，或者≥96重量％，或者≥98重量％，或者≥99重量％。

根据本发明的另一个实施方式，本申请的方法还另外包括任选的步骤(a)和步骤(b)。下面将对步骤(a)和步骤(b)进行进一步的描述。

在一个实施方式中，在步骤(v)之后，进行步骤(a)，在该步骤(a)中对第一萃取剂进行回收。该步骤在第一萃取剂回收塔D4中进行，其设置在脱氧化物塔D3的下游。将包含第一萃取剂和含氧化合物的物流11输送至第一萃取剂回收塔D4，将含氧化合物物流12和第一萃取剂物流13分离。优选地，所述第一萃取剂回收塔D8为的操作压力为0.1-0.3MPaG，理论塔板数为15-25块，回流比为可达到3～10，物流11的进料位置为从上起第5～15块，塔顶温度为55～56℃，塔釜温度为178～180℃。分离后得到包含含氧化合物的物流12，该物流12可以直接烧掉、作为废料处理，进行进一步分馏等纯化和分离操作，或者用于其他化学工艺作为反应物或者助剂。另外还得到再生第一萃取剂物流13，其与任选补充的新鲜第一萃取剂物流14混合，并依照需要作为第一萃取剂物流输送至脱氧化物塔D3。

在一个实施方式中，本发明在步骤(vii)之后任选地进行步骤(b)，该步骤(b)包括在醇回收塔D5中进行回收C1-C4醇的步骤。在一个实施方式中，所述回收在回收塔D5中进行，所述回收塔为常压精馏塔，理论塔板数为8～50块。根据本申请的一个实施方式，在步骤(vii)中由萃取塔E2输出的C1-C4醇在第二萃取剂中的溶液物流18被输送至回收塔D5，在该回收塔D5中进行蒸馏，以将C1-C4醇和第二萃取剂相互分离。分离出的C1-C4醇19与任选提供的新鲜的C1-C4醇21混合之后输送至反应精馏塔R1；分离出的第二萃取剂与任选提供的新鲜的第二萃取剂22混合被输送至回收塔D5。在一个实施方式中，在所述回收塔D5中，回流比为1～12，例如可以在由以下任意两个端点组合起来形成的数值范围之内：2、3、4、5、6、7、8、9、10、11。所述C1-C4醇在第一萃取剂中的溶液物流11的进料位置为上起第3～35块塔板处，塔顶温度为50～80℃，塔釜温度为90～120℃。根据一个优选的实施方式，所述回收塔D5中的压力为0.01-1.0MPa，例如为0.1-0.50MPa，或者为0.5-0.30MPa，或者为0.8-0.10MPa，例如所述回收塔D5在大气压下操作。

在另一方面中，本发明提供了一种用于纯化1-戊烯的设备，其包括如图1所示的设计：

原料切割塔D1，其用于对包含1-戊烯的物流1进行原料切割，至少部分地除去C8以上馏分物流3，以得到C5-C7馏分物流2；

在原料切割塔D1下游的水洗塔E1，其用于对从上游的原料切割塔D1中出来的C5-C7馏分物流2进行水洗以除去作为物流9的低碳醇，从而得到第一混合物物流5；

在水洗塔下游的馏分切割塔D2，其对从水洗塔E1中出来的第一混合物物流5进行馏分切割以除去C6馏分物流8、C7馏分物流9，并且得到C5馏分物流7；

在馏分切割塔下游的脱氧化物塔D3，其对从馏分切割塔D2中出来的C5馏分物流7进行脱含氧化合物，以得到富C5馏分物流10；

在脱氧化物塔D3下游的反应精馏塔R1，其用于对从上游的脱氧化物塔D3中出来的富C5馏分物流10进行反应精馏，以除去叔碳烯烃；

在反应精馏塔R1下游的萃取塔E2；优选地，所述萃取塔E2为水洗塔；

在萃取塔E2下游的精分脱轻组分塔D6；

在精分脱轻组分塔D6下游的精分脱重组分塔D7；

在精分脱重组分塔D7下游的萃取精馏精馏脱异构烃塔D8；

在萃取精馏脱异构烃塔D8下游的第三萃取剂回收塔D9。

在另一个实施方式中，所述设备还包括：第一萃取剂回收塔D4和醇回收塔D5。

根据本申请的一些实施方式，利用本申请的纯化设备和方法可从合成气直接制烯烃(FTO)工艺产物中分离出纯度大于98.5％的1-戊烯产品。

不希望局限于任何具体的理论，与现有技术相比，本发明具有以下优点：

(1)与工业现有从石油烃高温裂解制乙烯副产物和MTO路线的产品副产物中提取1-戊烯相比，从合成气直接制烯烃(FTO)产物中分离提纯1-戊烯过程工艺路线清晰，产品更加清洁，具有无芳烃、无硫等特点，经济价值高。

(2)利用C5～C7馏分段中低碳醇与水的互溶性，优先脱除含氧化合物中的低碳醇，有效降低后续馏分切割塔的处理量和脱氧化物塔的萃取剂用量；

(3)对于C5馏分中与目标产物1-戊烯沸点接近的叔烯烃，难以利用精馏的方式脱除，利用醚化反应将叔烯烃转化为沸点更高的醚后脱除；

(4)对于C5馏分中的醛酮类含氧化合物，由于与目标产物1-戊烯形成多种共沸物，难以利用普通精馏的方式脱除，本申请利用有机溶剂与含氧化合物的强极性亲和力作用，采用萃取精馏脱除含氧化合物；

(5)对于C5馏分中与目标产物1-戊烯沸点接近的异构烷烃，难以利用普通精馏或精密精馏的方式脱除，利用有机溶剂对于异构烷烃与1-戊烯相对挥发度的增大作用，采用萃取精馏脱除异构烷烃。

实施例

在以下实施例中具体列举了本发明的优选实施方式，但是应当理解，本发明的保护范围不仅限于此。在本申请的以下发明实施例和比较例中，都采用合成气直接制烯烃(FTO)的产物轻质烃馏分段为原料，所述合成气直接制烯烃(FTO)按照文献(Cobaltcarbide nanoprisms for direct production of lower olefins from syngas(NATURE2016,538,84-87))的工艺条件进行，通过初步分馏得到含1-戊烯的物流1，其组成如以下的表1-3所示。在以下的实施例和比较例中，计算获得的物流组成测量结果列于表1-3。

实施例1

在该实施例1中依照图1所示设备的组装和1-戊烯的纯化：包含1-戊烯的物流1在原料切割塔D1中进行原料切割，得到C5-C7馏分物流2；在水洗塔E1中，对C5-C7馏分物流2进行水洗以除去低碳醇，从而得到第一混合物物流5；在馏分切割塔D2中，对第一混合物物流5进行馏分切割以除去C6馏分物流8、C7馏分物流9，并且得到C5馏分物流7；在脱氧化物塔D3中，加入第一萃取剂以对C5馏分物流7进行脱含氧化合物，从而得到富C5馏分物流10；在反应精馏塔R1，对富C5馏分物流10进行反应精馏，以除去叔碳烯烃；在萃取塔E2中用第二萃取剂脱除C1-C4醇，以得到第三混合物物流17；在精分脱轻组分塔D6中脱除沸点比1-戊烯低的轻组分烃，从而得到精1-戊烯物流24，在精分脱重组分塔D7中脱除沸点比1-戊烯高的重组分烃，从而得到富1-戊烯物流25；在精馏脱异构烃塔D8中加入第三萃取剂以脱除异构烃以得到第四混合物物流28；以及在第三萃取剂回收塔D9中回收第三萃取剂并得到1-戊烯的产品物流29。

工艺流程中各单元的具体操作条件如下：合成气直接制烯烃(FTO)产物中的轻质烃馏分段物流1经原料切割塔D1分离，在理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度55.5～56.5℃，塔釜温度为72～74℃，塔顶得到C5～C7馏分物流2，塔釜得到C8以上馏分物流3。

C5～C7馏分物流2进入水洗塔E1，在理论板数为5块，水和C5～C7馏分物流进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为0.8:1，操作温度为40℃条件下，塔顶得到脱除低碳醇的第一混合物物流5，塔底得到低碳醇水溶液物流6。

第一混合物物流5经馏分切割塔D2切割后得到C5馏分物流7。馏分切割塔D2为分壁式精馏塔，该分壁式精馏塔通过在传统精馏塔的内部安置一块竖直隔板构成，将精馏塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，该预分馏区的塔板数为10，侧线采出一侧为侧线精馏区，该侧线精馏区的塔板数为10，隔板之上为公共精馏区，该公共精馏区的塔板数为10，隔板之下为公共提馏区，所述公共体馏区的塔板数为10。其中，公共精馏区、侧线精馏区和公共提馏区构成了主塔区；第一混合物物流5进入预分馏区从上起第10块塔板处进料，C5馏分物流7从塔顶采出，C6馏分物流8从侧线精馏区从上起第8块塔板间采出，C7+馏分物流9从塔底采出。C5馏分物流7进入脱氧化物塔D3，用NMP(N-甲基吡咯烷酮)做第一萃取剂，在理论塔板数为30块，第一萃取剂物流13与C5馏分物流7的进料位置分别为上起第3块和第18块，回流比为2，萃取剂与C5馏分物流质量流量比为6:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为228～230℃，塔顶采出富C5馏分物流10，塔釜采出第一萃取剂和含氧化合物混合物流11。

第一萃取剂和含氧化合物混合物流11进入第一萃取剂回收塔D4，在理论塔板数为20块，进料位置为上起第10块，回流比为15，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为55～56℃，塔釜温度为233～235℃，塔顶采出含氧化合物物流12，塔釜采出第一萃取剂物流13。

富C5馏分物流10与甲醇混合后进入醚化反应精馏塔R1，采用Amberlyst15醚化催化剂，理论塔板数为30块，催化剂分别装填在上起第10、15、20块板上，进料位置为上起第21块板，回流比为1，操作压力为0.1MPaG，控制塔顶温度45～46℃，塔釜温度为107～109℃，塔顶采出包含甲醇和C5烃的第二混合物物流15，塔釜采出醚化产物物流16。

第二混合物物流15进入甲醇水洗塔E2，在理论板数为5块，塔内压力为0.1MPa，水和第二混合物物流15进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为1:2，操作温度为40℃条件下，塔顶得到第三混合物物流17，塔底采出甲醇水溶液物流18。

甲醇水溶液物流18进入甲醇回收塔D5，在理论塔板数为40，塔内压力为0.1MPa，进料位置为上起第20块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度49.5～50.5℃，塔釜温度为100～102℃，塔顶采出再生甲醇物流19，塔釜采出再生水物流20。

第三混合物物流17进入精分脱轻组分塔D6，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为40，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为45～46℃，塔釜温度为52～53℃，塔顶采出沸点比1-戊烯低的烃物流23，塔釜采出精1-戊烯物流24。

精1-戊烯物流24进入精分脱重组分塔D7，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为8，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为57～58℃，塔顶采出富1-戊烯物流25，塔釜采出沸点比1-戊烯高的烃物流26。

富1-戊烯物流25进入萃取精馏脱异构烃塔D8，用NMP(N-甲基吡咯烷酮)做第三萃取剂，在理论塔板数为40块，第三萃取剂与富1-戊烯物流25的进料位置分别为上起第3块和第25块，回流比为10，第三萃取剂与富1-戊烯物流质量流量比为10:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为50～51℃，塔釜温度为110～112℃，塔顶采出异构烃物流27，塔釜采出第三萃取剂和1-戊烯的第四混合物物流28。

第三萃取剂和1-戊烯的混合物物流28进入第三萃取剂回收塔D9，在理论塔板数为30块，进料位置为上起第15块，回流比为3，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为234～235℃，塔顶采出1-戊烯产品物流29，塔釜得到再生第三萃取剂物流30，该物流与新鲜第三萃取剂物流31混合后进入萃取精馏脱异构烃塔D8。按照上述操作条件，可分离出纯度为99.4％的1-戊烯，1-戊烯的回收率为94％，分离流程中各物流组成数据见表1。

表1实施例1中各物流数据(质量分率)

实施例2

在该实施例2中依照图1所示设备的组装和1-戊烯的纯化：包含1-戊烯的物流1在原料切割塔D1中进行原料切割，得到C5-C7馏分物流2；在水洗塔E1中，对C5-C7馏分物流2进行水洗以除去低碳醇，从而得到第一混合物物流5；在馏分切割塔D2中，对第一混合物物流5进行馏分切割以除去C6馏分物流8、C7馏分物流9，并且得到C5馏分物流7；在脱氧化物塔D3中，加入第一萃取剂以对C5馏分物流7进行脱含氧化合物，从而得到富C5馏分物流10；在反应精馏塔R1，对富C5馏分物流10进行反应精馏，以除去叔碳烯烃；在萃取塔E2中用第二萃取剂脱除C1-C4醇，以得到第三混合物物流17；在精分脱轻组分塔D6中脱除沸点比1-戊烯低的轻组分烃，从而得到精1-戊烯物流24，在精分脱重组分塔D7中脱除沸点比1-戊烯高的重组分烃，从而得到富1-戊烯物流25；在精馏脱异构烃塔D8中加入第三萃取剂以脱除异构烃以得到第四混合物物流28；以及在第三萃取剂回收塔D9中回收第三萃取剂并得到1-戊烯的产品物流29。

工艺流程中各单元的具体操作条件如下：合成气直接制烯烃(FTO)产物中的轻质烃馏分段物流1经原料切割塔D1分离，在理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度55.5～56.5℃，塔釜温度为72～74℃，塔顶得到C5～C7馏分物流2，塔釜得到C8以上馏分物流3。

C5～C7馏分物流2进入水洗塔E1，在理论板数为5块，水和C5～C7馏分物流进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为0.8:1，操作温度为40℃条件下，塔顶得到脱除低碳醇的第一混合物物流5，塔底得到低碳醇水溶液物流6。

第一混合物物流5经馏分切割塔D2切割后得到C5馏分物流7。馏分切割塔D2为分壁式精馏塔，该分壁式精馏塔通过在传统精馏塔的内部安置一块竖直隔板，将精馏塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，该预分馏区的塔板数为10，侧线采出一侧为侧线精馏区，该侧线精馏区的塔板数为10，隔板之上为公共精馏区，该公共精馏区的塔板数为10，隔板之下为公共提馏区，所述公共体馏区的塔板数为10。其中，公共精馏区、侧线精馏区和公共提馏区构成了主塔区；第一混合物物流5进入预分馏区从上起第10块塔板间进料，C5馏分物流7从塔顶采出，C6馏分物流8从侧线精馏区从上起第8块塔板间采出，C7+馏分物流9从塔底采出。C5馏分物流7进入脱氧化物塔D3，用NFM(N-甲酰吗啉)做第一萃取剂，在理论塔板数为30块，第一萃取剂物流13与C5馏分物流7的进料位置分别为上起第3块和第18块，回流比为2，萃取剂与C5馏分物流质量流量比为3:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为251～253℃，塔顶采出富C5馏分物流10，塔釜采出第一萃取剂和含氧化合物混合物流11。

第一萃取剂和含氧化合物混合物流11进入第一萃取剂回收塔D4，在理论塔板数为20块，进料位置为上起第10块，回流比为15，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为55～56℃，塔釜温度为271～273℃，塔顶采出含氧化合物物流12，塔釜采出第一萃取剂物流13。

富C5馏分物流10与甲醇混合后进入醚化反应精馏塔R1，采用Amberlyst15醚化催化剂，理论塔板数为30块，催化剂分别装填在上起第10、15、20块板上，进料位置为上起第21块板，回流比为1，操作压力为0.1MPaG，控制塔顶温度45～46℃，塔釜温度为107～109℃，塔顶采出包含甲醇和C5烃的第二混合物物流15，塔釜采出醚化产物物流16。

第二混合物物流15进入甲醇水洗塔E2，在理论板数为5块，塔内压力为0.1MPa，水和第二混合物物流15进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为1:2，操作温度为40℃条件下，塔顶得到第三混合物物流17，塔底采出甲醇水溶液物流18。

甲醇水溶液物流18进入甲醇回收塔D5，在理论塔板数为40，塔内压力为0.1MPa，进料位置为上起第20块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度49.5～50.5℃，塔釜温度为100～102℃，塔顶采出再生甲醇物流19，塔釜采出再生水物流20。

第三混合物物流17进入精分脱轻组分塔D6，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为40，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为45～46℃，塔釜温度为52～53℃，塔顶采出沸点比1-戊烯低的烃物流23，塔釜采出精1-戊烯物流24。

精1-戊烯物流24进入精分脱重组分塔D7，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为8，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为57～58℃，塔顶采出富1-戊烯物流25，塔釜采出沸点比1-戊烯高的烃物流26。

富1-戊烯物流25进入萃取精馏脱异构烃塔D8，用NFM(N-甲酰吗啉)做第三萃取剂，在理论塔板数为40块，第三萃取剂与富1-戊烯物流25的进料位置分别为上起第3块和第25块，回流比为20，第三萃取剂与富1-戊烯物流质量流量比为15:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为48～49℃，塔釜温度为70～72℃，塔顶采出异构烃物流27，塔釜采出第三萃取剂和1-戊烯的第四混合物物流28。

第三萃取剂和1-戊烯的混合物物流28进入第三萃取剂回收塔D9，在理论塔板数为30块，进料位置为上起第15块，回流比为3，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为271～273℃，塔顶采出1-戊烯产品物流29，塔釜得到再生第三萃取剂物流30，该物流与新鲜第三萃取剂物流31混合后进入萃取精馏脱异构烃塔D8。按照上述操作条件，可分离出纯度为98.5％的1-戊烯，1-戊烯的回收率为93％，分离流程中各物流组成数据见表2。

表2实施例2中各物流数据(质量分率)

实施例3

在该实施例1中依照图1所示设备的组装和1-戊烯的纯化：包含1-戊烯的物流1在原料切割塔D1中进行原料切割，得到C5-C7馏分物流2；在水洗塔E1中，对C5-C7馏分物流2进行水洗以除去低碳醇，从而得到第一混合物物流5；在馏分切割塔D2中，对第一混合物物流5进行馏分切割以除去C6馏分物流8、C7馏分物流9，并且得到C5馏分物流7；在脱氧化物塔D3中，加入第一萃取剂以对C5馏分物流7进行脱含氧化合物，从而得到富C5馏分物流10；在反应精馏塔R1，对富C5馏分物流10进行反应精馏，以除去叔碳烯烃；在萃取塔E2中用第二萃取剂脱除C1-C4醇，以得到第三混合物物流17；在精分脱轻组分塔D6中脱除沸点比1-戊烯低的轻组分烃，从而得到精1-戊烯物流24，在精分脱重组分塔D7中脱除沸点比1-戊烯高的重组分烃，从而得到富1-戊烯物流25；在精馏脱异构烃塔D8中加入第三萃取剂以脱除异构烃以得到第四混合物物流28；以及在第三萃取剂回收塔D9中回收第三萃取剂并得到1-戊烯的产品物流29。

工艺流程中各单元的具体操作条件如下：合成气直接制烯烃(FTO)产物中的轻质烃馏分段物流1经原料切割塔D1分离，在理论塔板数为20，进料位置为上起第10块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度55.5～56.5℃，塔釜温度为72～74℃，塔顶得到C5～C7馏分物流2，塔釜得到C8以上馏分物流3。

C5～C7馏分物流2进入水洗塔E1，在理论板数为5块，水和C5～C7馏分物流进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为0.8:1，操作温度为40℃条件下，塔顶得到脱除低碳醇的第一混合物物流5，塔底得到低碳醇水溶液物流6。

第一混合物物流5经馏分切割塔D2切割后得到C5馏分物流7。馏分切割塔D2为分壁式精馏塔，该分壁式精馏塔通过在传统精馏塔的内部安置一块竖直隔板，将精馏塔分为4个部分：隔板进料一侧为预分馏区，该预分馏区的塔板数为10，侧线采出一侧为侧线精馏区，该侧线精馏区的塔板数为10，隔板之上为公共精馏区，该公共精馏区的塔板数为10，隔板之下为公共提馏区，所述公共体馏区的塔板数为10。其中，公共精馏区、侧线精馏区和公共提馏区构成了主塔区；第一混合物物流5进入预分馏区从上起第10块塔板间进料，C5馏分物流7从塔顶采出，C6馏分物流8从侧线精馏区从上起第8块塔板间采出，C7+馏分物流9从塔底采出。C5馏分物流7进入脱氧化物塔D3，用DMF(N,N-二甲基甲酰胺)做第一萃取剂，在理论塔板数为30块，第一萃取剂物流13与C5馏分物流7的进料位置分别为上起第3块和第18块，回流比为2，萃取剂与C5馏分物流质量流量比为2:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为175～177℃，塔顶采出富C5馏分物流10，塔釜采出第一萃取剂和含氧化合物混合物流11。

第一萃取剂和含氧化合物混合物流11进入第一萃取剂回收塔D4，在理论塔板数为30块，进料位置为上起第10块，回流比为20，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为55～56℃，塔釜温度为178～180℃，塔顶采出含氧化合物物流12，塔釜采出第一萃取剂物流13。

富C5馏分物流10与甲醇混合后进入醚化反应精馏塔R1，采用Amberlyst15醚化催化剂，理论塔板数为30块，催化剂分别装填在上起第10、15、20块板上，进料位置为上起第21块板，回流比为1，操作压力为0.1MPaG，控制塔顶温度45～46℃，塔釜温度为107～109℃，塔顶采出包含甲醇和C5烃的第二混合物物流15，塔釜采出醚化产物物流16。

第二混合物物流15进入甲醇水洗塔E2，在理论板数为5块，塔内压力为0.1MPa，水和第二混合物物流15进料位置分别为上起第1块和第5块，两者的质量流量为1:2，操作温度为40℃条件下，塔顶得到第三混合物物流17，塔底采出甲醇水溶液物流18。

甲醇水溶液物流18进入甲醇回收塔D5，在理论塔板数为40，塔内压力为0.1MPa，进料位置为上起第20块，回流比为3的条件下，控制塔顶温度49.5～50.5℃，塔釜温度为100～102℃，塔顶采出再生甲醇物流19，塔釜采出再生水物流20。

第三混合物物流17进入精分脱轻组分塔D6，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为40，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为45～46℃，塔釜温度为52～53℃，塔顶采出沸点比1-戊烯低的烃物流23，塔釜采出精1-戊烯物流24。

精1-戊烯物流24进入精分脱重组分塔D7，在理论塔板数为100，进料位置为上起第50块，回流比为8，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为57～58℃，塔顶采出富1-戊烯物流25，塔釜采出沸点比1-戊烯高的烃物流26。

富1-戊烯物流25进入萃取精馏脱异构烃塔D8，用DMF(N,N-二甲基甲酰胺)做第三萃取剂，在理论塔板数为40块，第三萃取剂与富1-戊烯物流25的进料位置分别为上起第3块和第25块，回流比为10，第三萃取剂与富1-戊烯物流质量流量比为10:1，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为50～51℃，塔釜温度为93～95℃，塔顶采出异构烃物流27，塔釜采出第三萃取剂和1-戊烯的第四混合物物流28。

第三萃取剂和1-戊烯的混合物物流28进入第三萃取剂回收塔D9，在理论塔板数为30块，进料位置为上起第15块，回流比为3，操作压力为0.1MPaG的条件下，控制塔顶温度为51～52℃，塔釜温度为178～180℃，塔顶采出1-戊烯产品物流29，塔釜得到再生第三萃取剂物流30，该物流与新鲜第三萃取剂物流31混合后进入萃取精馏脱异构烃塔D8。按照上述操作条件，可分离出纯度为99.3％的1-戊烯，1-戊烯的回收率为94％，分离流程中各物流组成数据见表3。

表3实施例3中各物流数据(质量分率)