用于制备烃类的方法和设备与流程

本发明涉及根据各个独立权利要求的前序特征语句的用于制备烃类的方法和设备。

背景技术：

可以通过对烃类进行蒸汽裂化而制备出诸如乙烯和丙烯的短链烯烃类。用于对烃类进行蒸汽裂化的方法和设备描述在例如自2007年4月15日在线版本(DOI10.1002/14356007.a10_045.pub2)的乌尔曼工业化学百科全书(Ullmann's Encyclopedia of Industrial Chemistry)中的“Ethylene”文章中。

获得短链烯烃类的可替换的方法就是所谓的含氧化合物-至-烯烃方法(OTO，oxygenate-to-olefin，或称为含氧化合物-至-烯烃方法)。在含氧化合物-至-烯烃方法中，将诸如甲醇或二甲醚的含氧化合物类引入到提供有适于使含氧化合物类转化的催化剂的反应器的反应区域。例如，含氧化合物类转化为乙烯和丙烯。在含氧化合物-至-烯烃方法中所采用的催化剂和反应条件对技术人员基本上是已知的。

含氧化合物-至-烯烃方法可以用不同催化剂来实现。例如，可采用诸如ZSM-5或SAPO-34的沸石或功能上可相比较的材料。如果采用ZSM-5或可比较的材料，会形成相当大量的较长链(C3加)烃类(标示参见下文)和相当少量的较短链(C2减)烃类。相反，当采用SAPO-34或可比较的材料时，倾向于形成较短链(C2减)烃类。

包括蒸汽裂化工艺和含氧化合物-至-烯烃工艺或包括相应裂化炉和反应器的用于制备烃类的整合方法和设备(组合设备)是已知的并且描述在例如WO 2011/057975A2或US2013/0172627A1中。

这种整合方法是有利的，例如，因为在含氧化合物-至-烯烃工艺中通常不仅形成了所期望的短链烯烃类。占相当大比例的含氧化合物类被转化为链烷烃类和C4加烯烃类。同时，在蒸汽裂化中，炉料没有完全裂化为短链烯烃类。特别地，因为未反应的链烷烃类可存在于相应裂化炉的经裂化气体中。并且，通常在此发现包括二烯烃类(诸如丁二烯)的C4加烯烃类。在两种情况下，所获得的化合物类均依赖于所采用的进料和反应条件。

在WO2011/057975A2和US2013/0172627A1提出的方法中，将裂化炉的经裂化气体和来自含氧化合物-至-烯烃反应器的排出流在联合分离单元中进行组合并分馏。例如在丁二烯的氢化或分离后，可以对此时获得的C4馏分再次进行蒸汽裂化工艺和/或含氧化合物-至-烯烃工艺。可以将C4馏分分离为主要为烯烃的馏分和主要为链烷烃的部分馏分。

本发明不限于含氧化合物-至-烯烃工艺，但基本上可以与任何所需的催化方法、特别是其中使用上文所述的沸石作为催化剂的催化方法一起使用。除了甲醇和/或二甲醚之外，其它含氧化合物，例如其它醇类和/或醚类可用作相应催化工艺中的进料。

类似地，诸如，例如不同的不饱和C4烃类的混合物的烯烃组分可用于相应的催化工艺中。在这种情况下，使用术语烯烃裂化过程(OCP)。在本发明的范围内，可将不同的进料引入相同的反应器或不同的反应器中。例如，含氧化合物-至-烯烃工艺可以在一个反应器中进行，而烯烃裂化工艺在另一个反应器中进行。然而，这两种方法和任选地还有经组合的方法具有制备富含丙烯和任选地来自一种或多种进料的乙烯的产物的目的。

所描述的催化工艺(其特征在于，特别是所提及的沸石用作催化剂并且使用一种或多种含有含氧化合物和/或烯烃的催化剂进料流)因此在催化单元中实现，该催化单元可以含有一个或多个相应的反应器。

如已经提到的，这种催化工艺的目的是制备富含丙烯和任选的乙烯的产物。然而，通常在这些工艺中，制备了显著量的具有四个或更多个碳原子的烃类。因此，循环这种具有四个或更多个碳原子的烃类用于催化从现有技术中是已知的。除去作为产物的这样的烃类也是已知的。之前也已经提出使具有四个或更多个烃原子的烃或其部分或馏分进行进一步的反应工艺。

US 4,197,185A公开了从蒸汽裂化单元产生的C4烯烃馏分(cut)制备丁烷和高异辛烷含量的汽油的方法，其包括以下步骤：将至少90％的该馏分的异丁烯主要聚合为其二聚体和三聚体，将得到的聚合混合物氢化为普通的丁烷、异辛烷和异十二烷，将来自氢化单元的流出物供应到分离区以回收气态馏分和液体混合物，和分馏该液体混合物以分离高异辛烷含量的汽油、C3馏分和循环至蒸汽裂化单元的丁烷馏分。

然而，所有已知的工艺都具有缺点。特别地，在这些工艺中相应的烃类的利用效率通常是不令人满意的。

因此，需要改进这些使用所述催化方法制备烃类的方法和设备。

技术实现要素：

这一问题通过用于制备具有独立权利要求特征的烃类的方法和设备解决。优选的实施方案是从属权利要求和随后的说明书的主题。

在说明本发明的特征和优点之前，将对其所采用的依据以及术语进行说明。

如本文所使用的术语中的液态流和气态流可以富含或贫含一种或多种组分，“富含”表示基于摩尔、重量或体积至少75％、90％、95％、99％、99.5％、99.9％或99.99％的含量，而“贫含”表示基于摩尔、重量或体积至多25％、10％、5％、1％、0.1％或0.01％的含量。术语“主要地”可对应上面提供的“富含”的定义，但特别是指超过90％的含量或比例。如本文所使用的术语中的液态流和气态流还可以富集或贫化一种或多种组分，这些术语还应用于在液态流或气态流从其获得的起始混合物中的相应含量。基于起始混合物，如果液态流或气态流含有至少1.1倍、1.5倍、2倍、5倍、10倍、100倍或1000倍的相应组分的量，其被“富集”，而如果它含有至多0.9倍、0.5倍、0.1倍、0.01倍或0.001倍的相应组分的量，其被“贫化”。

如果液态流或气态流至少包括一些存在于起始流中或从起始流中获得的组分，液态流或气态流“获得”或“形成”自另一液态流或气态流(也称为起始流)。以这种方式获得或形成的流可以特别地通过分离掉或获得部分流或一种或多种组分、浓缩或贫化一种或多种组分、将一种或多种组分以化学或物理方式反应、加热、冷却、加压等类似的方式而从起始流中获得。

用于从用于制备烃类的工艺中分离产物流的目前的方法包括形成基于存在的组分的不同的沸点的多个馏分。在本领域中，缩写被用于这些馏分，其表示主要地或专有地存在的烃类的碳原子数。因此，“C1馏分”是主要地或专有地含有甲烷(并且根据惯例在某些情况下还含有氢，然后也被称为“C1减馏分”)的馏分。另一方面“C2馏分”主要地或专有地含有乙烷、乙烯和/或乙炔。“C3馏分”主要地含有丙烷、丙烯、丙炔和/或丙二烯。“C4馏分”主要地或专有地含有丁烷、丁烯、丁二烯和/或丁炔，而各自的异构体可依据C4馏分的来源以不同的量而存在。同样也适用于“C5馏分”和更高的馏分。也可将若干这样的馏分组合在一起。例如，“C2加馏分”主要地或专有地含有具有两个以上碳原子的烃类，而“C2减馏分”主要地或专有地含有具有一个或两个碳原子的烃类。

含氧化合物类通常是指醚类和醇类。除了甲基叔丁基醚(MTBE)，还可以采用例如叔戊基甲基醚(TAME)、叔戊基乙基醚(TAEE)、乙基叔丁基醚(ETBE)和二异丙基醚(DIPE)。可采用的醇类包括例如甲醇、乙醇和叔丁醇(TBA，tertiary butyl alcohol)。特别地，含氧化合物类还包括二甲醚(DME，二甲基醚)。本发明也同样适于具有其它含氧化合物类的使用。

根据本文也采用的一般定义，含氧化合物类为包括至少一个共价键合到氧原子的烷基基团的化合物类。所述至少一个烷基基团可包括多达五个、多达四个或多达三个碳原子。特别地，在本发明的范围内所感兴趣的含氧化合物类包括具有一个或两个碳原子的烷基基团，特别为甲基基团。特别感兴趣的是一元醇类和二烷基醚类(诸如甲醇和二甲醚)或它们的相应混合物。

在商业规模上的蒸汽裂化工艺几乎专有地在管式反应器中进行，在管式反应器中的各个反应管(形式为盘管(coiled tube)，所谓的旋管(coils))或相应反应管的组甚至可以在不同的裂化条件下进行操作。将在相同或可比较的裂化条件下操作的反应管或反应管组以及也可能的在均匀裂化条件下操作的管式反应器也被称作“裂化炉”。在此处所采用的术语中，裂化炉因此为用于蒸汽裂化的结构单元，其使炉料在相同或可比较的裂化条件下。在本发明范围内所采用的蒸汽裂化单元可包括一个以上这种裂化炉。

如上所述，同样也适用于在本发明范围内采用的催化单元，其中不同的反应器可以提供相同或不同的催化剂，供应有相同或不同的进料流并在相同或不同的反应条件下进行操作。

术语“蒸汽裂化进料流”在这里表示被提供给一个以上裂化炉中的一种以上液态流和/或气态流。如在下文中所描述的，也可以将由相应蒸汽裂化工艺得到的流循环到一个以上裂化炉中，并因此作为蒸汽裂化进料流被再次使用。合适的蒸汽裂化进料流包括多种沸点通常多达600℃的从乙烷到粗柴油(gas oil)的烃类和烃混合物。

蒸汽裂化进料流可因此专有地包括所谓的“新鲜进料”，即在设备外制备并例如从一种以上石油馏分、石油气体和/或石油气体凝聚物获得的进料。然而，蒸汽裂化进料流还可以另外地或专有地包括一种以上所谓的“循环流”，即设备本身中制备并循环至相应裂化炉中的流。蒸汽裂化进料流还可以由一种以上新鲜进料与一种以上循环流的混合物组成。

使蒸汽裂化进料流在裂化炉中至少部分地反应并作为所谓的“原料气体”离开裂化炉，可以对该“原料气体”进行后处理步骤。这些后处理步骤包括，首先，处理原料气体，例如通过淬火、冷却和干燥，以便得到“经裂化气体”。偶尔地，也将原料气体称作经裂化气体。在本发明的情况下，对此采用术语“蒸汽裂化产物流”。

再次，同样也适用于供应到一个或多个催化单元的进料流，其在本文中称为“催化进料流”。催化进料流在催化单元中的一个或多个反应器中进行反应以形成一个或多个产物流，本文中称为“催化产物流”。

在最近的蒸汽裂化工艺和设备中，越来越多地使用温和裂化条件，因为它们能够特别地使诸如丙烯的所谓的有价值产物以更大的量被获得。基本上，裂化条件适合于蒸汽裂化进料流的组成的方法是有利的。然而，在温和的条件下，裂化炉中的反应也减少，使得在裂化产物流中发现相对大量的未反应的化合物，从而导致待回收的有价值产物的“稀释”。

以上提及的裂化炉中的“裂化条件”特别包括炉料的分压，其可以受到加入不同量的流和裂化炉中所选择的压力、裂化炉中的停留时间和在本文中所使用的温度和温度分布的影响。炉的几何形状和构造也发挥作用。

因为所提到的值至少部分地彼此影响，术语“裂化深度(cracking severity，或称为裂化苛刻度)”已被用来表征裂化条件。对于液态炉料，裂化深度可通过基于重量(kg/kg)在经裂化气体中丙烯对乙烯的比(P/E)或甲烷与丙烯的比(M/P)的方式来描述。相反，对于气态炉料，可以将炉料的特定组分的反应或转化作为裂化深度的测量而进行说明。特别地，对于具有四个碳原子的烃类，以诸如正丁烷和异丁烷的主要组分的反应来有用地描述裂化深度。对于术语“裂化深度”的技术理解可参考之前提到的乌尔曼工业化学百科全书中的文章“Ethylene”。

本发明的优点

本发明结合了前面所述的用于优化利用来自相应催化工艺的具有四个碳原子的烃类的措施，以便实现具有最大提取值和最小内循环流的有效利用。

为此目的，本发明始于用于制备烃类的方法，其包括在催化单元中采用一种或多种含有含氧化合物类和/或烯烃类的催化进料流制备含有正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯和具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类的催化产物流。如前所述，催化单元包括一个或多个反应器，其供有一个或多个进料流，本文称为催化进料流。

如所说明的，本发明适用于与含氧化合物-至-烯烃工艺和/或所谓的烯烃裂化工艺和其它工艺一起使用。在相应催化单元中使用的一个或多个反应器优选包括作为催化剂的沸石。如所说明的，这些催化剂可以特别是SAPO或ZSM类型。因此，在本发明范围内使用的催化单元用于相应的催化工艺。

该方法还提供了在蒸汽裂化单元中使用一种或多种蒸汽裂化进料流制备蒸汽裂化产物流。在本发明的范围内采用的蒸汽裂化工艺可以在一个或多个裂化炉中采用相同或不同的蒸汽裂化条件进行，如基本上是已知的。详细信息参阅上述说明。特别地，在蒸汽裂化中使用的蒸汽裂化进料流可以在温和条件下裂化，以提高有价值产物的产率。可以使用更苛刻的裂化条件以特别实现最高的可能的转化率。

根据本发明现提供了采用催化产物流制备骨架异构化进料流，其贫含1-丁烯、2-丁烯和异丁烯并且至少含有异丁烷，其中异丁烷至少主要地通过骨架异构化进行反应以形成正丁烷，然后将其至少部分用作蒸汽裂化进料流或蒸汽裂化进料流中的一种。

因此，本发明的一个主要方面是使用骨架异构化来处理来自蒸汽裂化工艺的具有四个碳原子的支化烃类。结果，主要地未支化的组分进行蒸汽裂化工艺，导致了提高的转化率和对期望的目标产物乙烯和丙烯的改善的选择性。

如下文还将更详细说明的，贫含1-丁烯、2-丁烯和异丁烯并且含有至少异丁烷的骨架异构化进料流也可以特别通过使仍存在于蒸汽裂化产物中的任何异丁烯通过氢化进行反应以形成异丁烷。然后可以使后者在骨架异构化进料流中进行骨架异构化。特别地，由于其热稳定性，异丁烯非常不适合用于蒸汽裂化工艺，因此在常规工艺中进行使用无法获得良好的效果。相应的骨架异构化进料流可以特别通过氢化所有所获得的烯烃类来获得。如果需要，还可以通过蒸馏获得骨架异构化进料流，任选地在进行从1-丁烯到2-丁烯的加氢异构化之前。

在这里和在下面的描述中提及“至少主要地”除去、处理、分离或反应一种或多种烃类时，如在背景介绍中所述，这可以包括除去至少75％、90％或更多的这些烃类。优选地，基本上完全除去相应的烃类，即特别是除去至少95％，任选为至少99％或更多的烃类。

在本发明范围内提出的方法是特别有效的，因为其也使用本身不适于蒸汽裂化的异丁烯，以异丁烷的形式，异丁烷随后进行反应以形成正丁烷，因此可以像所有其它组分一样作为蒸汽裂化进料流或蒸汽裂化流进料至蒸汽裂化。以这种方式，也可以使在蒸汽裂化中形成的丁二烯的量最大化，因为在没有异丁烯的情况下，裂化条件可以在很大程度上进行调整以确保最大的丁二烯制备。

在本发明的范围内，不同于例如在US 2013/0172627A1中公开的已知方法的一个本质区别为在本发明的范围内，包括在适当反应后的异丁烯的链烷烃和烯烃组分可以进料至蒸汽裂化中，并且该方法不仅导致了分离为C4烯烃和C4链烷烃。

已经部分地讨论和在从属权利要求中叙述的本发明的一些实施例将在下文中进一步总结。

特别地，根据本发明的方法设想采用至少部分催化产物流应形成分离进料流，从中具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类至少主要地进行分离，以获得富含正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯和异丁烯的分离排出流。除了催化产物流或催化产物流的部分之外，理论上，另一流，例如蒸汽裂化产物流或至少一部分蒸汽裂化产物流也可以进料到相应的分离进料流中，可因此作为催化产物流或催化产物流的相应部分在相同的分离器中进行处理。这再次使如上所述的催化工艺和蒸汽裂化工艺的整合得到了改善。至少主要从分离进料流中分离的具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类可再次以单独馏分的形式进行分离，作为产物进行制备，和/或循环至催化单元和/或蒸汽裂化单元中。为了清楚起见，这里不对细节进行描述。

特别有利地，在根据本发明的方法中，使用如上所述的富含正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯和异丁烯并且含有少量或不含具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类的至少部分分离排出流形成氢化进料流，其中1-丁烯、2-丁烯和异丁烯至少主要通过氢化进行反应以形成正丁烷和异丁烷，从而形成氢化排出流。当在这里或下文中提到“形成”相应流时，这也可以仅包括如上所述的无需处理的相应流的使用。至少部分获得的氢化排出流可用于形成骨架异构化进料流。如已经说明的，全部或仅部分的氢化排出流因此可以用作骨架异构化进料流。

特别有利的是，如果采用至少部分分离排出流形成蒸馏进料流，从其中至少主要除去正丁烷和2-丁烯，以获得贫含正丁烷和正丁烯的蒸馏排出流。这种蒸馏分离使得更容易进行蒸馏排出流的后续加工，如下文所说明的，从蒸馏排出流中或者使用蒸馏排出流制备骨架异构化进料流。在骨架异构化中或在其之前的步骤中，由于合适的蒸馏，待处理的体积流显著地减少。

采用相应蒸馏的特别有利的方法包括使用至少部分分离排出流形成加氢异构化进料流，其中1-丁烯至少主要通过加氢异构化进行反应形成2-丁烯，制备加氢异构化排出流。然后可以在蒸馏进料流的形成期间采用至少部分加氢异构化排出流。相应的加氢异构化显著地促进了异丁烯(其随后如上所述进行氢化和骨架异构化)与无需进行相应的处理的直链丁烯的分离：异丁烯在大气压下的沸点为-6.9℃，而1-丁烯在大气压下的沸点为-6.47℃。因此，蒸馏分离实际上是不可能的。相比之下，2-丁烯的沸点显著高于此，即顺式-2-丁烯的沸点为3.7℃，反式-2-丁烯的沸点为0.9℃。

采用来自如前所述的蒸馏工艺的至少部分的蒸馏排出流，有利地形成氢化进料流，其中至少异丁烷主要通过氢化进行反应以形成异丁烯，从而制备氢化排出流。获得的氢化排出流至少部分地用于形成骨架异构化进料流，其中通过氢化从异丁烯获得的异丁烷可以通过骨架异构化特别容易地进行反应。

如果使用如上所述的蒸馏工艺，有利地采用从蒸馏进料流中分离的至少一些正丁烷和2-丁烯形成流，其可以用作另一蒸汽裂化进料流。与从骨架异构化进料流形成或采用骨架异构化进料流形成的之前所描述的蒸汽裂化进料流相比，另一蒸汽裂化进料流可以进料至相同的裂化炉或不同的裂化炉。

在蒸汽裂化工艺或蒸汽裂化单元中，形成含有具有四个碳原子的烃类(包括丁二烯)以及具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类的蒸汽裂化产物流。如已经说明的，相应的流也可以在与催化单元相关的分离单元中进行处理。

有利地，采用至少部分蒸汽裂化产物流，获得贫含丁二烯和具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类的残余流，其至少部分地用于制备骨架异构化进料流。特别地，这种残余流可以在蒸馏分离或加氢异构化之前进行例如氢化。

本发明还涉及设计用于制备烃类的设备。这样的设备包括催化单元，其被配置为采用一种或多种含有含氧化合物类和/或烯烃类的催化剂进料流制备富含正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯和具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类的催化产物流，以及蒸汽裂化单元，其被配置为采用一种或多种蒸汽裂化进料流制备蒸汽裂化产物流。

这种类型的设备的特征在于以下装置，其配置为使用催化产物流制备贫含1-丁烯、2-丁烯和异丁烯且含有至少异丁烷的骨架异构化进料流，以使在其中的异丁烷至少主要地通过骨架异构化进行反应以获得正丁烷，然后将后者至少部分地用作蒸汽裂化进料流或蒸汽裂化进料流中的一种。

特别包括被配置为实施如上所述的方法的装置的这种类型的设备从先前描述的优点中获益，因此对此具体参考先前描述的优点。

在本发明的范围内使用的氢化、骨架异构化和加氢异构化的方法原则上是本领域技术人员已知的。

骨架异构化可以例如使用氧化铝催化剂(其中γ-氧化铝可以用作吸附剂，作为催化剂载体和/或作为催化剂本身)进行。也可以采用例如US 3 558 733 A中所述的活化的和/或蒸汽处理的氧化铝。此外，可以采用(特别是与η-或γ-氧化铝结合的)含钛或硼的化合物，如US 5 321 195 A和US 5 659 104 A中所述。可以使用的其它化合物，包括卤化氧化铝(例如在US 2 417 647 A中公开的)、铝土矿或沸石。还已知的是，采用微孔结构的分子筛，例如从EP 0 523 838 A1，EP 0 501 577 A1和EP 0 740 957 A1中已知的。后者还可以形成催化剂的活性相。氧化铝基催化剂通常在水的存在下在200至700℃的温度和0.1至2MPa的压力下、特别是在300至570℃的温度和0.1至1MPa的压力下使用。骨架异构化的其它反应条件可以从所提到的出版物中推断。

用于烯烃类或含烯烃的烃混合物类的氢化和加氢异构化的许多催化方法从现有技术中是已知的，并且也可以在本发明的范围内使用。作为氢化活性组分的氢化催化剂包含元素形式或结合形式的元素周期表第6、第7或第8副族的一种或多种元素。通常，将第8副族的贵金属用作加氢异构化催化剂。它们可以掺杂有各种添加剂，以影响特定的催化剂性质，诸如使用寿命、对某些催化剂毒物的抗性、选择性或可再生性。氢化和加氢异构化催化剂在载体上含有多种形式的活性组分，例如丝光沸石、沸石、Al₂O₃改性体、SiO₂改性体等。

加氢异构化工艺描述于例如EP 1 871 730 B1、US 2002/169346A1、US 6 420 619 B1、US 6 075 173A和WO 93/21137A1中。在这种方法中，通常相应流在加氢异构化催化剂存在下流经加氢异构化反应器。加氢异构化反应器通常实施为固定床反应器。优选地，加氢异构化工艺导致1-丁烯广泛反应以形成2-丁烯。然而，实际进行的反应将特别取决于经济考虑。

通常，采用150至250℃的反应温度用于烯烃的广泛氢化，而加氢异构化在显著地更低的温度下进行的。在这些较低的温度下，热力学平衡向内烯烃移动，在这种情况下为2-丁烯。

下面将参照示出本发明的优选实施例的附图来描述本发明和本发明的优选实施例。

附图说明

图1以示意图示出了根据本发明的一个实施例的设备。

图2以示意图示出了根据本发明的一个实施例的设备。

具体实施方式

附图示出了具有相同附图标记的相应元件，并且为了清楚起见不再重复说明。当各图中所示的流具有基本上相同或可比较的组成，与在体积流量上的任何差异无关时，各图中所示的流被给定相同的附图标记。在所有附图中，催化单元标记为1，蒸汽裂化单元标记为2。

在图1中，根据本发明的一个实施例的设备以简化视图示意性地被示出，并且整体标记为100。

将一种或多种含有含氧化合物类和/或烯烃类的催化进料流(在此标记为a)供应至催化单元1。如已经提到的，催化单元1可以包括一个或多个采用沸石催化剂进行操作的反应器。催化单元可以另外供有另外的流(此处未示出)。

在所示的实施例中，催化产物流b在催化单元1中制备。将其作为分离进料流进料至分离单元3中，其中贫含具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类或富含具有四个碳原子的烃类的流e，在此处称为分离排出流，从催化产物流b中获得。分离掉的流(这里标记为c和d)可以例如包括具有五个碳原子或更多个碳原子的烃类和/或具有三个或更少个碳原子的烃类或其它这样的馏分。这种流也可以在相应的设备中进行处理和/或作为产物获得。

在所示的实施例中，分离排出流e与下文所述的另一流n(本文称为残余流)合并，由此制备氢化进料流，其被进料至氢化单元4中。在氢化单元4中，优选地，流e和n的全部不饱和烃类进行反应以形成相应的饱和烃类。然而，部分氢化也是可能的。在氢化单元4中，得到流，标记为氢化排出流。

虽然所示实施例中的分离排出流e通常还包含在催化单元1中制备的或者源自催化进料流a并且在催化单元1中未反应的具有四个碳原子的所有烃类，特别是正丁烷、异丁烷、1-丁烯、2-丁烯和异丁烯，氢化排出流仍然仅含有或主要含有相应的饱和烃类，即正丁烷和异丁烷。

在所示的实施例中，氢化排出流作为骨架异构化进料流f进料到异构化单元5中，其中包含在骨架异构化进料流f中的异丁烷进行反应以形成正丁烷。因此，在骨架异构化单元5中获得的骨架异构化排出流主要地或专有地包含正丁烷，并作为蒸汽裂化进料流g进料到蒸汽裂化单元2中。

蒸汽裂化进料流g，即基本上为纯正丁烷，例如在蒸汽裂化单元2中在一个或多个裂化炉中进行处理，任选地还与进料到相同或不同裂化炉中的其它流一起处理。获得蒸汽裂化产物流h，如已经说明的，其含有具有四个碳原子的烃类(包括丁二烯)，以及具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类。蒸汽裂化产物流h进料至另一分离单元6中，其中，首先通过分离掉具有多于四个碳原子和/或少于四个碳原子的烃类，如此处由流i和k所示，获得主要含有具有四个碳原子的烃类(包括丁二烯)的流l。在所示的实施方案中，将流l进料到丁二烯分离单元7中，其中存在的丁二烯主要分离掉并作为流m从设备中排出。剩余的残余流(在此标记为n，其贫含丁二烯)可以与上述的氢化进料流或形成它的分离排出流e合并，并进料到氢化单元4中。

根据所需的结果，可以在蒸汽裂化单元2中进行苛刻裂化(以使乙烯最大化)或温和裂化(使丙烯最大化)。然而，特别地(其不是在蒸汽裂化进料流g的形式下设备100的示例中的情况)，不考虑裂化深度，只有当所采用的进料仍含有不饱和组分(即1-丁烯和/或2丁烯)时，存在制备更大量的丁二烯的趋势。如果需要更大量的丁二烯时，可采用根据图2的设备200。

图2示意性地示出了根据本发明的另一实施例的设备，整体标记为200。

在设备200中，来自分离单元3的分离排出流e任选地供应给加氢异构化单元8。为此，合并流(在本文中也称为加氢异构化进料流)可以由分离排出流e和上述的贫含丁二烯的残余流n形成。代替进料到加氢异构化单元8中，分离排出流e和残余流n也可以以蒸馏进料流o的形式直接进料到蒸馏单元9中，这意味着加氢异构化单元8是任选的。如果采用加氢异构化单元8，则在加氢异构化进料流或分离排出流e和残余流n中所含有的1-丁烯在加氢异构化单元8中进行反应以形成2-丁烯，2-丁烯被包含在相应的加氢异构化排出流或由其形成的蒸馏进料流o中。如已经说明的，这有助于蒸馏单元9中的蒸馏分离。

在蒸馏单元9中，通过以流s的形式分离掉丁烷和2-丁烯或大部分丁烷和2-丁烯，从蒸馏进料流o中获得蒸馏排出流p。如果没有加氢异构化单元8，则蒸馏排出流p含有1-丁烯，否则不含。另外，蒸馏排出流p含有异丁烯和异丁烷。将蒸馏排出流p作为氢化进料流供应至此处如图1中标记为4的氢化单元中。在氢化单元中，1-丁烯反应为1-丁烷(如果存在于氢化进料流p中)，另外异丁烯反应以形成异丁烷。因此，在氢化单元4中获得的氢化排出流含有基本上为正丁烷和异丁烷的混合物或基本上为纯异丁烷。然后将氢化排出流作为骨架异构化进料流q进料至骨架异构化单元，在此也标记为5。再次，获得基本上为纯正丁烷流作为骨架异构化排出流，并作为蒸汽裂化进料流r进料到蒸汽裂化单元2中。

如所述的，在蒸馏单元9中，也获得了基本上含有丁烷和2-丁烯的流，其也可作为(另一)蒸汽裂化进料流s供应到蒸汽裂化单元中，并且可以进料到与蒸汽裂化进料流r相同或不同的裂化炉中。

关于流a至d和h至n和单元1至3和6和7，参考关于图1的前述说明。