的氢气与氢化料流的进一步处理不再相关，并且未转化的氢气也可被再循环至氢化，以致实际上没有增加的氢气消耗发生。相应地，仅必须连续加入化学计量必需量的氢气。可以控制气态氢化副产物例如甲烷的富集，因为连续少量驱气(purge)料流从方法部分移出。
[0025]在整个方法的一个特别优选构造中，含氧物转化反应以两阶段进行，其中在第一阶段中将至少一种含氧物首先转化为至少一种相应的醚并在第二阶段中将该醚转化为烯烃。当甲醇用作含氧物时，首先进行甲醇向二甲醚的转化并随后进行二甲醚向丙烯和其它烯烃的转化，具体来说也转化为芳香族化合物和环状烯烃。在该两阶段构造中，推荐的是，已使含氧物(优选甲醇)再循环至第一阶段之前，即在转化为二甲醚之前，同时将蒸汽水引入第一阶段和第二阶段之间，因为其必须首先用作用于醚向烯烃转化的离析物。因此，在第一阶段中，不需要使用水(水对醚化期间的平衡反应产生不利影响)；然而，蒸汽可用作用于烯烃形成的离析物。
[0026]来自含氧物转化反应的产物首先通过技术人员已知的方法冷却，其中水和水溶性组分例如含氧物(甲醇，DME)被冷凝出来并因此可容易地与剩余烃产物分离。所得水性料流随后被供应至适合的分离机构(例如蒸馏塔)，其中如上所述，含氧物被再循环至第一反应阶段。如上所述，将由含氧物转化产生的水量从该方法移出，同时将剩余量再循环至第二反应阶段之前，以致对于大部分而言得到闭合的再循环回路。
[0027]在冷却后将基本上无水的烃料流压缩；获得加压轻质烃料流和液态、同样加压的重质烃料流。为了安全分离可能仍然含有的较轻质烯烃，推荐的是开启另外的分离阶段，其中将可能仍然含有的C4级分与C 5+级分分离开。有利地，该分离阶段为蒸馏，以确保足够的分离锐度。根据本发明的发展，还推荐的是在异相催化转化(步骤(i))之后将C6级分与C7+级分分离。尽管C6级分可被再次直接供应至氧化物转化反应，C7+级分可通入烯烃互变。
[0028]通过烯烃互变之后，含有C4组分的部分产物料流可在含氧物转化之后被再循环至分离体系，优选再循环至短链烯烃处理阶段，其中发现再循环至用于将C4级分与C5+级分分离的塔是特别有用的。从而可确保最终产物量维持相同并且不损失所得丙烯。
[0029]烯烃互变之后剩下的富含芳香族化合物的液体残留产物随后通入氢化(步骤(iv))，其中实现环状烯烃和芳香族化合物向环状链烷烃的转化。发现在氢化(步骤(iv))之后分离至少部分氢化产物并将其再循环至烯烃互变(步骤(ii))是有利的。因此，可从氢化产物获得具有较短链长的烯烃和由此较高的市场价值。
[0030]此外，本发明包含具有权利要求13的特征的设备。该设备特别可用于进行权利要求1-12任一项的方法并包含用于将含氧物异相催化转化成含丙烯、芳香族化合物和环状烯烃的料流的反应器、用于至少部分烯烃的互变的反应器、用于从互变产物料流分离至少部分芳香族化合物的分离机构和用于氢化至少部分芳香族化合物的反应器。使用该设备，可实现芳香族化合物和双键体系的氢化并可以对由此获得的较长链和环状链烷烃进行处理以致获得短链烯烃，特别是有价值的产物丙烯。然而，对其它烯烃级分进行互变并在氢化之前已将其分离，这就是为何氢化可被设计得尺寸非常小。该设备设计的另一优势在于，可以用用于烯烃互变的反应器和用于芳香族化合物及环状烯烃的氢化的反应器以及分离机构对现存设备进行改装，以致现存设备中的丙烯产率也可得以提高。
[0031]本发明的其它发展、优势和可能的应用也可从以下示例性实施方案的描述和附图得知。所描述和/或阐明的全部特征本身或以任意组合形成本发明的主题，而不依赖于其是否存在于权利要求中或其背景参考。
[0032]附图中:
[0033]图1示意性地显示了通常的MTP方法，
[0034]图2示意性地显示了根据本发明的方法，和
[0035]图3显示了通常的MTP方法和根据本发明的MTP方法之间的比较。
[0036]图1显示了根据现有技术的MTP制备。经由管道I和2，将甲醇引入反应器3，在反应器3中甲醇被至少部分转化为二甲醚。经由管道4、5和6，二甲醚被抽出并供应至第二反应器7，在反应器7中二甲醚与蒸汽一起被转化为烯烃。由此获得的烯烃料流含有丙烯和其它烯烃，以及环状烯烃和芳香族化合物。
[0037]经由管道8，将所得产物料流引入冷却装置9。在那里，气相与液相分离。气相含有C5级分并经由管道10供应至压缩机11。压缩机11中所得气态级分经由管道12和13供应至蒸馏塔14。在该蒸馏塔14中，将C3级分与C4级分分离。
[0038]经由管道20，将C3级分供应至塔21，在塔21中C2级分经顶部抽出。经由管道22和管道52，C2级分回入管道5并从那里可经由管道6导入反应器7，以致在此处所需产物丙烯至少部分通过烯烃互变制得。为了避免再循环中惰性轻质气态组分例如甲烷或《^的富集，可将来自管道22的小部分量的料流作为驱气经由未示出的管道从体系移出。此外，将以及分从塔21经由管道23抽出并供应至塔24。在该塔24中，所需目标产物丙烯经顶部蒸馏出并经由管道25抽出，同时带有三个碳原子的其它化合物被留在底部并经由管道26抽出。
[0039]经由管道15，塔14的底部产物作为(:4级分从塔14抽出，并经由管道51和52，其同样被再循环至管道5中醚向烯烃转化之前，以通过烯烃互变进一步提高丙烯产率。为了避免丁烷(对于反应器中的转化惰性的组分)在再循环中富集，来自管道15的小部分量的料流可作为驱气经由未示出的管道从体系移出。
[0040]将冷却器9中所得液态级分经由管道30供应至分离器31。分离器31中分离的水相也含有含氧物(当使用甲醇作为离析物时，首先为甲醇)并经由管道32被供应至塔33。
[0041]从塔33，水经由管道34从底部排出。此外，蒸汽经由管道36从塔33抽出并进料到管道4中，从那里蒸汽经由管道5和管道6进入反应器7，在该反应器中蒸汽被用作用于含氧物向烯烃转化的稀释剂。
[0042]塔33的顶部产物，至少一种含氧物，优选甲醇，经由管道35被进料到管道I中并由此经由管道2进入反应器3。当甲醇用作离析物时，回收的甲醇与作为离析物进料的甲醇由此一起被转化为二甲醚。可选地，含氧物也可与蒸汽一起经由管道36被直接再循环至反应器7。
[0043]从分离器抽出的有机相含有C5+级分，其经由管道41排出并经由栗(未示出)传递。随后，还经由管道40向该C5+级分混入在15-25巴下从压缩机11获得的液态级分。然后将该组合的料流经由管道42引入塔43。从塔43的顶部，将C4级分经由管道44引入管道12，从那里所述级分与来自压缩机11的气态部分一起经由管道13被进料到塔14中。
[0044]经由管道45，将含有C5J及分的塔43底部产物导入塔46。从塔46的底部，将C 7+级分抽出进入管道47和48。
[0045]在塔46的顶部，所得C5/C6级分经由管道49、50、51和52进行再循环，因为它被再循环到管道5中。部分(:5和C6级分经由管道53被供应至管道47并经由管道48(驱气)从该过程排出。经由管道48离开该过程的料流代表MTP汽油。
[0046]图2示意性显示了根据本发明的方法程序。直至设备组件47，该设备与现有技术已知的MTP方法相同。已于塔46顶部获得的C5/C6级分通过管道49被进一步再循环至含氧物转化(步骤(i))，但现将少量废料流(也称为驱气料流(管道48)，其对于限制再循环中惰性组分的富集是必需的)与C7+料流(47)混合。混合料流60经由管道79和80从该方法至少部分排出，以仍然能够控制再循环中惰性组分的量。大部分料流，优选多于90wt-%，特别优选多于95wt-%，经由管道61和63被导入烯烃互变64，其中蒸汽首先经由管道62与该料流混合。取决于塔46的温度，可能需要在反应器64中将料流62和63通过技术人员已知的方法加热至反应温度。
[0047]在烯烃互变64之后，所得产物经由管道65在冷却器66中冷却。作为该冷却66的技术实现，推荐急冷塔。作为该冷却66的结果，获得气相，其基本上由以下物质组成:C4烃，含有烯烃互变的重质残留组分(C5+级分)(基本上为芳香族化合物和环状烯烃)的液态烃料流，