CN115734956B - 异丁烯-丙烯工艺流程改进 - Google Patents

Abstract

公开了用于由包括异丁烯的烯烃生产丙烯的改进的系统和方法。改进将离开汽油分馏塔中的复分解反应器和骨架异构化反应器两者的含有共同产生的1‑丁烯、2‑丁烯、丁二烯和重烯烃(C5+)的流合并以除去重质烯烃。然后将来自汽油分馏塔的含C4的馏出物进料到加氢异构化单元以形成单烯烃和2‑丁烯。所得富含2‑丁烯的流然后可用于复分解反应以增加丙烯的产量，同时增加复分解催化剂的寿命。

Description

异丁烯-丙烯工艺流程改进

先前相关申请

本申请根据专利合作条约提交，要求2020年6月29日提交的美国临时专利申请第63/045,673号的优先权，其内容通过引用整体并入本文。

联邦资助的研究声明

不适用。

参考缩微胶片附录

不适用。

技术领域

本发明涉及制备丙烯的系统和方法。

发明背景

就其各种最终用途产物及其大量生产来源而言，丙烯是石油化学工业中最通用的结构单元之一。它可用作多种应用的基础化学品，包括塑料，燃料和官能衍生物如丙烯腈、环氧丙烷、枯烯/苯酚、羰基合成醇、丙烯酸、异丙醇、低聚物和其它化合物。迄今为止，丙烯最常见的用途是生产聚丙烯。聚丙烯是世界上最大体积的塑料，单独地大于低密度、线性低密度或高密度聚乙烯。聚合物是机械坚固但柔性的，是耐热的，并且耐受许多化学溶剂如碱和酸。这使得聚丙烯理想地用于各种最终用途工业，主要用于包装和标签、纺织品、塑料部件和各种类型的可重复使用的容器。

通常，丙烯作为副产物从石化工艺中分离。丙烯的最大来源是在乙烯蒸汽裂化器中由石脑油或液化石油气联产；然而，产生的量取决于原料的性质。对于具有较大量丙烷、丁烷和石脑油的较重原料，丙烯联产物的量为约15％。如果原料是轻质的，如乙烷，则产生非常少的丙烯(比石脑油低约10倍)。甚至从石脑油到乙烷的10％的转换可以将可用的丙烯产量每年降低约750万公吨。此外，该丙烯源，特别是在美国，随着蒸汽裂化器操作者选择裂化乙烷而逐渐减少，因为它是页岩气的廉价组分。

第二最大量的丙烯(约30％)来自精炼厂，其作为来自操作用于运输燃料生产的流化催化裂化器(FCC)单元的副产物。最近，精炼厂已经能够通过优化催化剂和操作条件来提高FCC中的丙烯产量。然而，在现有精炼厂FCC中生产丙烯的潜力受到装置容量和为适应增加的气体体积而去瓶颈的成本的限制。

历史上，乙烯蒸汽裂化器和FCC单元已经提供了几乎所有的石化工业的丙烯。然而，在过去的15年中，对关键丙烯衍生物(例如聚丙烯)的需求已经迅速且快速地增长，超过了对乙烯衍生物的需求。由于来自蒸汽裂化器和FCC单元的丙烯仍然处于副产物状态，这种需求的增加已经使丙烯供应紧张。因此，全球市场需求和丙烯供应之间存在巨大的差距。为了解决这个问题，石化工业已经向″专用丙烯″技术发展以满足需求。

有几种专用丙烯技术可用，最广泛使用的技术是丙烷脱氢(PDH)、烯烃复分解和甲醇制丙烯(MTP)。不幸的是，其中一些技术的适用性有限。例如，PDH需要高投资。MTP需要高温，这导致不利的丙烯选择性和MTP催化剂上活性位点的焦化。

近年来，烯烃复分解已经成为用于丙烯的专用生产的有吸引力的选择。在常规的烯烃复分解反应中，2-丁烯和乙烯分子反应以形成两个丙烯分子和其它共产生的烯烃，这取决于初始2-丁烯和乙烯流的组成。虽然烯烃复分解反应反应的丙烯产量远高于其他专用工艺，但丙烯/乙烯的定价差异很大，因为其消耗了有价值的乙烯。

为了提高丙烯生产和降低成本，烯烃复分解工艺已经取得了进展。然而，仍然需要进一步开发以生产更大量的丙烯以满足全球需求。即使是技术上的渐进改进，也可能意味着成本效益高的丙烯专用生产工艺与成本禁止的能源和生产损失之间的差异。

发明内容

本发明提供了生产丙烯的改进的系统和方法。改进通过提供允许异丁烯转化为可用的复分解反应物而不降低复分解催化剂的寿命的流动路径来增加丙烯的生产。

更详细地，本发明的复分解系统使用用于使异丁烯流异构化的骨架异构化反应器和复分解反应器。改进涉及在复分解系统中处理再循环流以形成用于复分解反应的富含2-丁烯的流。将离开复分解和骨架异构化反应器的具有1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和重烯烃(C5+)的流在汽油分馏塔中合并以除去重烯烃。然后在加氢异构化加氢处理器中处理残留在汽油分馏塔的馏出物中的1-丁烯、2-丁烯和丁二烯以将C4二烯烃(特别是丁二烯)转化成单烯烃，然后将1-丁烯转化成2-丁烯，形成可用作复分解工艺的再循环进料流的富含2-丁烯的流。

除了提供在丙烯生产中利用异丁烯的途径之外，目前描述的系统和方法是用于离开复分解和骨架异构化工艺的流的更有效的再循环工艺。复分解再循环进料流中1-丁烯的减少降低了最终分离出并用作低价值汽油的重烯烃的形成。当重烯烃在复分解反应器中引起结焦时，其形成的减少使复分解催化剂的寿命增加至少约10％。

此外，当与不使用异丁烯异构化工艺和/或加氢异构化加氢处理器的复分解系统相比时，本发明描述的系统和方法导致丙烯产量的增加(约10％或更多)。一起使用这两种工艺导致由给定的异丁烯进料制备更大量的2-丁烯，其然后增加通过复分解反应产生的丙烯的量。

本方法和系统包括以下实施方案中的任何一个或多个的任何组合：

一种生产丙烯的方法，包括将来自骨架异构化单元的C4+烯烃产物流与来自复分解单元的C4+烯烃产物流合并。然后将合并的流引入汽油分馏塔中以将C5+烯烃与C4烯烃分离以形成C5+烯烃流和汽油分馏馏出物。将汽油分馏馏出物转移至加氢异构化加氢处理器反应器以将汽油分馏馏出物中的C4二烯烃转化为C4单烯烃，然后将汽油分馏馏出物中的1-丁烯转化为2-丁烯。这些转化形成富含2-丁烯的烯烃产物流。然后将富含2-丁烯的烯烃产物流脱氧以形成经处理的富含2-丁烯的流，将其与至少一种乙烯流共同进料到复分解单元中以形成丙烯。

一种生产丙烯的方法，包括在骨架异构化单元中通过在骨架异构化反应器中使异丁烯进料流异构化并在丁烯蒸馏塔中将异构化的进料流分离成C2-C3烯烃蒸气流，包括异丁烯和第一部分1-丁烯的再循环流和第一C4+烯烃流来生产C4+烯烃产物流。通过复分解反应器单元产生第二C4+烯烃产物流。在复分解反应器单元中，至少一种乙烯流与富含2-丁烯的流反应以形成包括C2+烯烃的复分解产物流。使用脱乙烷塔单元从流中分离出乙烯(C2)，并使用脱丙烷塔单元分离出所产生的丙烯(C3)。C4+流从脱丙烷塔单元的底部离开。来自骨架异构化单元的C4+烯烃产物流和来自复分解单元的C4+烯烃产物流然后在加氢异构化单元中合并，其中合并的流首先在汽油分馏塔中分离以形成C5+烯烃流和C4烯烃馏出物。然后将C4烯烃馏出物引入加氢异构化加氢处理器反应器中，加氢异构化加氢处理反应器将C4烯烃馏出物中的二烯烃转化成单烯烃，然后将C4烯烃馏出物中的1-丁烯转化成2-丁烯以形成富含2-丁烯的流。然后将富含2-丁烯的流进料到复分解反应器中以生产丙烯。在一些实施方案中，将来自骨架异构化单元的C2-C3烯烃蒸气流与复分解产物流合并，使得来自骨架异构化单元的C2和C3可分别通过脱乙烷塔和脱丙烷塔回收。在一个替代性实施方案中，来自骨架异构化单元的C2-C3烯烃蒸气流可以再循环到骨架异构化反应器中。

上述方法中的任一种，其中C4+烯烃产物流包括1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和C5+二烯烃和单烯烃。

任何上述方法，其中至少80％的1-丁烯在加氢异构化加氢处理反应器中转化为2-丁烯。

任何上述方法，其中加氢异构化加氢处理器反应器含有在二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝上的Pd、Pt、Ru或Cu作为催化剂。在一些实施方案中，加氢异构化加氢处理器反应器中的催化剂是氧化铝载体上的钯。

上述方法中的任一种，其中丙烯的产率比不合并来自骨架异构化单元和复分解单元的C4+烯烃产物流，从合并的流中分离出C5+烯烃，然后在加氢异构化加氢处理器中使剩余的C4烯烃异构化以形成用于复分解反应器的富含2-丁烯的流的方法的产率高至少10％。

上述方法中的任一种，其中催化剂在复分解单元中的寿命为不合并来自骨架异构化单元和复分解单元的C4+烯烃产物流，从合并的流中分离出C5+烯烃，然后在加氢异构化加氢处理器中使剩余的C4烯烃异构化以形成用于复分解反应器的富含2-丁烯的流的方法的寿命的10％或更多。

上述方法中的任一种，其中在富含2-丁烯的流在进料至复分解反应器之前经处理以除去含氧化合物。

上述方法中的任一种，其中将C5+烯烃流转移到精炼厂用于汽油共混。

一种用于生产丙烯的系统，包括骨架异构化单元，复分解单元和加氢异构化单元。骨架异构化单元具有骨架异构化反应器，骨架异构化反应器具有用于接收至少异丁烯进料流的入口和用于释放骨架异构化反应器流的出口；以及与骨架异构化反应器的出口流体连接的丁烯蒸馏塔，其中丁烯蒸馏塔具有用于释放C2-C3烯烃蒸气流的第一出口，用于释放包括异丁烯和第一部分1-丁烯的再循环流的第二出口，以及用于释放包括2-丁烯、第二部分1-丁烯、丁二烯和C5+烯烃的骨架异构化产物流的第三出口，其中将再循环流在入口处引入骨架异构化反应器中。复分解单元具有复分解反应器，复分解反应器具有用于接收至少乙烯进料流的第一入口，用于接收C4烯烃进料流的第二入口和用于释放复分解产物流的出口；脱乙烷塔单元，脱乙烷塔单元具有反应器流体连接的入口，用于接收复分解产物流，其中脱乙烷塔具有用于可与乙烯进料流组合的再循环乙烯流的顶部出口和用于释放脱乙烷流的底部出口；以及脱丙烷塔单元，其具有与脱乙烷塔单元流体连接的入口，用于接收脱乙烷流，其中脱丙烷塔具有用于产生的丙烯流的顶部出口和用于释放包括C4+烃的未处理复分解流的底部出口。加氢异构化单元具有汽油分馏塔，汽油分馏塔具有用于接收未处理的复分解流和骨架异构化产物流并将其合并的入口，其中汽油蒸馏塔将合并的流分离成C5+流和C4流；加氢异构化反应器，其具有用于接收来自汽油分馏塔的C4流的入口和用于富含2-丁烯的C4烯烃流的出口，其中加氢异构化反应器将二烯烃转化为单烯烃并将1-丁烯异构化为2-丁烯；离开汽油分馏塔底部的第一管线，用于将C5+流输送到精炼厂用于汽油调和；离开加氢异构化反应器顶部的第二管线，用于将富含2-丁烯的C4烯烃至脱氧单元；和离开脱氧单元的第三管线，用于将脱氧的富含2-丁烯的C4烯烃流输送到复分解反应器的第二入口。

上述系统可进一步包括将丁烯蒸馏塔的第一出口流体连接到脱乙烷塔的入口的管线，使得C2-C3烯烃蒸气流在脱乙烷塔和脱丙烷塔中经历分离。

上述系统可以进一步包括用于将C2-C3烯烃蒸气流输送到骨架异构化反应器的再循环管线。

上述系统中的任一个，其中脱氧单元从富含2-丁烯的C4烯烃流中除去水，氧气和含氧物。

任何上述系统，其中加氢异构化反应器具有催化剂，催化剂具有在二氧化硅、氧化铝或二氧化硅/氧化铝载体上的Pd、Pt、Ru、Cu中的一种或多种。

任何上述系统，其中加氢异构化反应器单元中的催化剂是氧化铝载体上的钯。

尽管描述了用于常规复分解反应的系统和方法，但它们可广泛地适用于利用富含2-丁烯的进料的其它反应，包括自动复分解。

提供本概述以介绍将在以下详细描述中进一步描述的一些概念。本概述不旨在标识所要求保护的主题的关键或必要特征，也不旨在用于帮助限制所要求保护的主题的范围。

附图说明

附图提供了根据本发明的一个实施方案的复分解系统。

定义

如本文所用，术语″复分解″是指两种烯烃产生丙烯的反应。在″常规复分解″中，用2-丁烯和乙烯进行复分解反应以产生丙烯。取决于2-丁烯进料的来源，其还可以包括各种C4+馏分，其中一些彼此反应或与乙烯反应以产生非丙烯产物。这些其它反应产物的存在和量取决于C4进料的组成。相反，术语″自动复分解″是指仅用在不存在乙烯作为进料的情况下反应的C4烃进料流进行的复分解反应。对于这些复分解反应中的每一个，含有反应产物或未反应的反应物的任选的再循环流可与复分解反应器中的进料进行进一步反应。

如本文所用，术语″骨架异构化″是指涉及碳原子移动到分子骨架上的新位置，例如从支化异丁烯骨架移动到直链或直链(非支化)丁烯骨架的异构化工艺。相反，″双键异构化″涉及双键在现有骨架中的移动，而形成碳原子骨架的碳原子保留在其在骨架中的原始位置。

在本发明的系统中，双键异构化是″加氢异构化″，其在贵金属催化剂(如Pt或Pd)或负载型金属催化剂上使烯烃如1-丁烯和少量氢气反应。热力学平衡有利于在较低温度下形成内烯烃，因此本发明中的加氢异构化在中等温度下发生。由于反应条件和催化剂，加氢反应也与加氢异构化一起发生，允许在外部烯烃转化为内部烯烃之前将C4二烯烃转化为单烯烃。

如本文所用，术语″提余液″是指在已经除去期望的化学品/材料之后获得的烯烃残余流。在裂化/原油精炼工艺中，丁烯或″C4″提余液流是指从裂化器/流化催化裂化单元回收的混合4-碳烯烃流。术语″提余液1″是指在从初始C4提余液流中分离丁二烯(BD)之后获得的C4残余烯烃流。″提余液2″是指在从初始C4提余液流中分离BD和异丁烯两者之后获得的C4残余烯烃流。″提余液3″是指在从初始C4提余液流中分离BD，异丁烯和1-丁烯之后获得的C4残余烯烃流。在本发明的一些实施方案中，从提余液1中分离的异丁烯可以用作骨架异构化工艺的来源，特别是当C4烷烃首先被除去时。

术语″蒸馏塔″是指能够通过选择性沸腾和冷凝将液体混合物分离成其组成部分或馏分的塔。在典型的蒸馏中，液体混合物在塔中被加热，其中得到的蒸气沿塔上升。蒸气在塔内的塔板上冷凝，并返回到塔的底部，回流上升的馏出物蒸气。提供的回流越多和/或塔板越多，塔从较高沸点材料中分离较低沸点材料越好。有时，在塔(而不是塔板)中使用填充材料以改善两相之间的接触。

离开蒸馏塔顶部的流出物称为″塔顶产物″。如果塔顶产物为蒸气形式，则其在本文中称为″蒸气″；或者，液体形式的塔顶产物在本文中称为″馏出物″或″液体馏出物″。馏出物可用于回流回到蒸馏塔。

术语″分馏器″，″汽油分馏塔″和″汽油分馏器″可互换使用，是指将烃的较重馏分(C5+)与烃的较轻馏分分离的蒸馏塔。

关于蒸馏塔的术语″塔板″表示蒸馏塔内的理论平衡级。

本文所用的加号(+)表示具有指定碳原子数的烃加上所有较重组分的组成。作为实例，C4+流包括具有4个碳原子的烃加上具有5个或更多个碳原子的烃。

术语″重烯烃″用于表示C5+烃的组合物，包括单烯烃和二烯烃。

如本文所用的术语″2-丁烯″是指顺式-2-丁烯和反式-2-丁烯。

如本文所用的术语″脱氧″是指除去含氧化合物，包括但不限于水、氧(O₂)和含氧化合物如丙酮、二甲醚、甲醇、叔丁醇。

短语″基本上纯″的使用是指至少95％的纯度水平。

术语″转化率″用于表示穿过反应器消失的进料组分的百分比。

当在权利要求书或说明书中与术语″包括″结合使用时，词语″一(a)″或″一(an)″的使用意指一个或多于一个，除非上下文另有规定。

术语″约″是指值加上或减去测量的误差界限，或者如果没有指出测量方法的话，加上或减去10％。

权利要求中使用的术语″或″用于表示″和/或″，除非明确指出仅指可选方案，或者可选方案相互排斥。

术语″包括″、″具有″、″包含″和″含有″(以及它们的变体)是开放式连接动词，并且当在权利要求中使用时允许添加其他元素。

短语″由...组成″是封闭的，并且排除所有另外的要素。

短语″基本上由...组成″不包括另外的材料成分，但允许包括基本上不改变本发明性质的非材料成分。

本文使用以下缩写：

缩写词	TERM
		BD	丁二烯
FCC	流化催化裂化器
		MTBE	甲基叔丁基醚
MTP	甲醇制丙烯
		PDH	丙烷脱氢
PO/TBA	环氧丙烷/叔丁醇
		WHSV	重时空速

具体实施方案

本发明提供了生产丙烯的改进的系统和方法，其中改进组合和处理来自复分解和骨架异构化反应器的反应产物流，使得现在异丁烯用于形成丙烯。具体地，将离开两个反应器的联产的1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和重烯烃(C5+)在汽油分馏塔中合并以除去作为汽油产物的重烯烃。然后在加氢异构化单元中处理较轻的C4烯烃以首先将C4二烯烃转化成单烯烃，然后将1-丁烯转化成2-丁烯以形成可用作复分解反应器的再循环进料的富含2-丁烯的再循环流。

在复分解再循环进料中没有二烯烃和具有减少量的1-丁烯的情况下，复分解催化剂将经历焦化的减少和寿命的增加。此外，与不改变来自复分解和骨架异构化反应器的产物流的工艺流程的复分解系统相比，可以由富含2-丁烯的复分解进料形成多至少10％的丙烯。

改进的系统和方法还提供了在裂化过程中产生的异丁烯的附加用途。将异丁烯从得自裂化器/流化催化裂化工艺的C4提余液流中分离并用于形成甲基叔丁基醚(MTBE)。除了MTBE生产之外，异丁烯的用途有限。如果MTBE需求减少，未使用的异丁烯的现场储存将增加。本发明提供了异丁烯的另一种用途，其也将有助于满足全球对丙烯的需求。

经由复分解的专用丙烯生产是特别有吸引力的，因为它允许C2和C4烯烃转化成聚合物级丙烯。在用于生产丙烯的常规复分解方法中，C2和/或C4原料与复分解催化剂在气相中在高温(例如对于W基催化剂为约300至800°F)下反应。这种较高温度的反应不利于热力学平衡控制的丙烯选择性，因为大量的1-丁烯和二烯烃共同产生。然后将这些共同产生的C4二烯烃再循环回复分解反应器，其中在高复分解温度下，这些不期望的烯烃产生限制复分解催化剂寿命的焦炭。此外，共同产生的1-丁烯单烯烃和C4二烯烃与有价值的C2和2-丁烯反应以产生很少(如果有的话)额外的丙烯。

为了提高丙烯产率和催化剂寿命，已经对各种共同生产的烯烃物流的工艺流程进行了改进以处理这些物流，其目的是生产适用于具有有限结焦的高温环境的再循环物流。US6872862和US7074976是两种这样的工艺流程设计。

US7074976描述了对进入的C4流进行双键异构化和选择性氢化以将二烯烃转化成单烯烃并将一些1-丁烯转化成2-丁烯的系统，其中然后将经处理的流送至复分解反应器。将C5+复分解反应副产物直接送至骨架异构化反应器，其将异丁烯转化为直链丁烯而不影响剩余的联产烯烃。然后将离开骨架异构化反应器的流送至双键异构化和选择性氢化单元，其中预期1-丁烯异构化为2-丁烯，然后再循环至复分解单元用于进一步反应。然而，由于C5+化合物，特别是C5+二烯烃的存在，1-丁烯至2-丁烯的这种异构化将不会发生至明显的程度。虽然这种再循环流是一种改进，但是共同产生的重C5+烯烃、二烯烃和1-丁烯仍被再循环至复分解单元并且产生焦炭而不产生可观量的丙烯。

US6872862描述了类似的系统，但是在复分解反应器之前添加蒸馏塔以从复分解进料中分离1-丁烯和异丁烯。将从进料中分离出的1-丁烯和异丁烯送至骨架异构化反应器以形成直链烯烃，直链烯烃然后在再循环回到蒸馏塔之前经历双键异构化反应。将骨架异构化反应器中产生的重烯烃送至双键异构化单元，降低了将1-丁烯转化为2-丁烯的能力。然后重烯烃通过新的蒸馏塔并进入复分解单元，在那里它们将产生焦炭。与US7074976一样，对再循环进料有一些改进。然而，复分解单元进料中的二烯烃和重烯烃仍有增加，这将减少复分解催化剂运行长度。此外，方法依赖于除了C2-C4烯烃之外还必须处理较重(C5+)烯烃的大型且昂贵的蒸馏塔，因此增加了系统的总成本。

由于异构化单元中存在重烯烃，US7074976和US6872862均具有降低的将1-丁烯异构化为2-丁烯的能力。这导致产生更少的丙烯，同时产生甚至更多的重烯烃并使复分解催化剂结焦。

本发明的系统和方法克服了常规复分解工艺设计(包括US6872862和US7074976中的设计)中的问题，通过对流动方法的独特修改使得离开骨架异构化反应器和复分解反应器两者的C4流合并，通过汽油分馏塔蒸馏以除去C5+重质单烯烃和二烯烃，并且然后处理以除去或减少有问题的共同产生的C4二烯烃和1-丁烯。具体地，将汽油分馏塔的馏出物加氢处理以将C4二烯烃转化成单烯烃并将末端烯烃如1-丁烯转化成内烯烃如2-丁烯。然后可以将剩余的富含2-丁烯的流再循环至复分解反应器。通过一起处理两个C4流，新工艺流程防止二烯烃再循环回到复分解反应器，减少复分解催化剂上的结焦。此外，与仅组合离开骨架异构化反应器和复分解反应器两者的C4流而没有加氢处理工艺的系统相比，改进的工艺流程增加了再循环流中2-丁烯的量。对于给定初始量的异丁烯，异丁烯异构化工艺和加氢异构化加氢处理器的使用增加了2-丁烯的量。这导致与没有对流动工艺进行本修改的系统相比甚至更大量的丙烯生产。

附图显示了与本发明公开的方法一起使用的改进的复分解系统的一个实施方案1000。系统用于下面描述的实施例，并且被设计成将异丁烯和非优选的复分解反应产物转化成富含2-丁烯的流，以再循环至复分解反应器用于进一步的丙烯生产。然而，实施方案仅是示例性的，并且富含2-丁烯的流可以广泛地应用于在其反应中利用2-丁烯的其它工艺，包括常规复分解和自动复分解。

更详细地，图中的系统1000具有根据本发明方法的常规复分解工艺1100，骨架异构化工艺1200和加氢异构化工艺1300。当加氢异构化工艺1300将来自复分解和骨架异构化工艺的流(1106/1206)的C4组分合并时，将首先讨论这些工艺。

对于实施方案1000，常规复分解工艺1100具有乙烯进料1101，复分解反应器单元1001，脱乙烷塔1002和脱丙烷塔1003。复分解反应器1001还具有用于接收来自脱乙烷塔1002的乙烯再循环流和来自加氢异构化工艺1300的富含2-丁烯的再循环流1303的入口。富含2-丁烯的再循环流是用于常规复分解反应的丁烯源。系统1000是稳态系统。在复分解工艺中的任何停工期之后，烯烃复分解将依赖于储存的富含2-丁烯的流用于启动复分解反应。

乙烯进料1101进入复分解反应器1001，在复分解反应器1001中，乙烯进料1101与再循环的2-丁烯流在非均相负载型复分解催化剂上反应以形成除了未反应的乙烯和2-丁烯之外还包括C2+烃的反应产物混合物。

烯烃复分解是高温和高压反应，尽管操作条件可以广泛变化。复分解反应器1001的温度范围在约300°F至约800°F之间。或者，复分解反应器1001的温度为约300°F至约700°F，约300°F至约500°F，约500°F至约800°F，或约400°F至约700°F。在又一替代方案中，温度为约600°F。压力条件为约200至约600psig。或者，复分解反应的压力为约200psig至约450psig、350psig至约600psig、或400psig至约450psig。在又一替代方案中，压力为约450psig。

复分解反应器1001用固定床催化剂操作，固定床催化剂包括第II，VIB和VIIB族金属的氧化物，例如MgO、WO₃、MoO₃和Re₂O₃。或者，催化剂是W-或Mg-基的。可以使用任何固定床催化剂载体材料，包括无机氧化物如二氧化硅，氧化铝，氧化锆和沸石。在一些实施方案中，催化剂是W基材料与MgO的混合物，其将W基材料的活性提高约3至4倍。或者，催化剂是负载在SiO₂上的WO₃，在相同的固定床中具有或不具有MgO颗粒以活化WO₃。

一些复分解反应器在复分解反应器的入口处包括作为拔顶床的异构化催化剂，使得1-丁烯至2-丁烯的异构化反应在任何复分解反应之前在反应器内发生。本系统不包括这样的异构化催化剂布置，因为高反应器温度导致2-丁烯异构化为1-丁烯，这减少了丙烯形成。然而，可用于目前描述的系统中的一些复分解催化剂可含有一些MgO，其为异构化催化剂。MgO的量在复分解催化剂如负载在SiO₂上的WO₃中保持足够低以防止2-丁烯异构化为1-丁烯，但保持足够高以增加复分解催化剂的活性和随后增加丙烯产量。

取决于进料的组成，固定床催化剂上的乙烯进料流速和再循环流流速为约1至25重时空速(WHSV)。在一些实施方案中，再循环流的WHSV为约15。或者，选择WHSV使得每摩尔C4进料有1至2摩尔乙烯进料。

如上，较高温度的复分解反应不利于热力学平衡控制的丙烯选择性。因此，所得复分解反应产物流出物是混合的C2-C5+烃流1103，其然后可根据碳数组通过本领域已知的技术分离。在系统1000中，复分解工艺1100具有一系列的两个蒸馏塔，其中第一塔1002是用于从塔顶除去乙烯的脱乙烷塔，第二塔1003是从塔顶除去丙烯的脱丙烷塔。

在第一蒸馏塔1002中，将在复分解过程中未消耗或产生的乙烯与较大的烃分离并从脱乙烷塔1002的顶部除去，并作为再循环流1104返回复分解反应器1001。C3+流1105从底部离开第一蒸馏塔1002并被送至第二蒸馏塔1003，其中C3作为基本上纯的试剂级丙烯流1107从塔1003的顶部除去。尽管图中未示出，复分解工艺还可以包括用于储存离开脱丙烷塔1003的所产生的丙烯的储存单元。

与复分解反应器1001一样，脱乙烷塔1002和脱丙烷塔1003的操作条件可以变化。在一些实施方案中，脱乙烷塔1002具有约20至40个塔板或分离级。或者，脱乙烷塔1002具有约20至35个塔板，25至40个塔板或约30个塔板。操作压力为约300至500psig，或约350至450psig，或约400psig。操作温度在约-10°F和约200°F之间。在一些实施方案中，脱乙烷塔1002底部的温度为约180°F，脱乙烷塔顶部的温度为约-1°F。

脱丙烷塔1003略大于脱乙烷塔。在一些实施方案中，脱丙烷塔1003具有约30至50个塔板。或者，脱丙烷塔1003具有约30至45个塔板，35至50个塔板或约40个塔板。操作压力为约150至350psig，或约200至300psig，或约260psig。脱丙烷塔的操作温度高于脱乙烷塔的操作温度，并且在约100°F和约250°F之间。在一些实施方案中，脱丙烷塔1002底部的温度为约200°F，脱丙烷塔顶部的温度为约110°F。

在除去C3之后，较高碳数的烯烃(C4+)离开脱丙烷塔1003的底部。在先前的复分解系统中，C4+流1106再循环回到复分解反应器，其中重烯烃和二烯烃产生焦炭，其降低复分解催化剂的寿命和很少(如果有的话)丙烯。在本发明的系统中，将C4+物流1106送至汽油分馏塔1004和加氢处理器1005以经历进一步的处理，如以下对于加氢异构化工艺1300。

目前描述的系统1000利用与复分解反应器工艺1100并排的骨架异构化工艺1200将异丁烯异构化为直链丁烯。骨架异构化工艺1200具有骨架异构化反应器1020和丁烯蒸馏塔1021。

与常规复分解系统例如US6872862和US7074976中描述的那些不同，骨架异构化工艺1200不与复分解工艺1100在线操作。相反，它在当前公开的系统中单独运行。异丁烯的骨架异构化是平衡控制的，这意味着产物流将含有未反应的异丁烯。通过单独运行系统，未反应的异丁烯可以重复地返回到骨架异构化反应器1020直到它被异构化而不是被引入复分解反应器中。

更详细地，骨架异构化反应器1020接收异丁烯进料1201用于异构化成具有小于40％的C5+烯烃和二烯烃的直链C4烯烃混合物。异丁烯可以来自任何来源。在一些实施方式中，异丁烯来自衍生自裂化器/流化催化裂化单元的提余液1流，并已除去其C4烷烃。或者，异丁烯可以来自衍生自环氧丙烷/叔丁醇(PO/TBA)装置的流。叔丁醇的脱水可以产生比源自裂化器的流更纯化的异丁烯流。

虽然附图将骨架异构化反应器1020显示为一个反应器，但它可以是任何数量的反应器。在一些实施方案中，存在并联的三个或更多个反应器。这允许第一反应器被启动并在线放置，然后第二反应器可以在一段时间后在线放置，导致两个反应器并行运行。当第一反应器需要再生和离线时，第三反应器可以在线放置。可以重复该工艺，使得至少两个反应器一直并行运行，并且再生工艺可以交错。对于具有多于三个骨架异构化反应器的系统，可以按比例放大相同的离线/在线模式。

骨架异构化反应器1020的操作条件可广泛变化。骨架异构化反应器1020的温度范围在约500°F至约900°F之间。或者，骨架异构化反应器1020的温度在约500°F至约800°F，600°F至约900°F或600°F至约700°F之间。在又一替代方案中，温度为约700°F或约750°F。压力条件为约5至约20psig。或者，用于骨架异构化的压力为约5psig至约12psig、8psig至约20psig、或8psig至约140psig。在又一替代方案中，压力为约10psig。

骨架异构化反应器1020用固定床催化剂和约1至20重时空速(WHSV)或约2 WHSV的进料流速操作。固定床催化剂可包括任何骨架异构化催化剂如沸石。在一些实施方案中，催化剂是镁碱沸石或Zeolite Socony Mobil-35。

如上，异丁烯在异构化反应过程中没有完全消耗。因此，离开骨架异构化反应器1020的烯烃流1202根据标准沸点通过本领域已知的技术分离。在附图中，骨架异构化工艺1200利用丁烯蒸馏塔1021分离离开骨架异构化反应器1020的烯烃。丁烯蒸馏塔1021的操作条件变化。丁烯蒸馏塔1021具有约30至70个塔板。或者，丁烯蒸馏塔1021具有约30至50个塔板，约50至70个塔板，约40至60个塔板或约50个塔板。操作压力为约75至500psig，或约100至130psig，或约115psig。在一些实施方案中，丁烯蒸馏塔1021具有100°F至300°F的操作温度，其中温度在塔的高度上波动。在一些实施方案中，丁烯蒸馏塔1021的温度在塔底为约280°F且在塔顶为约135°F。

三个物流离开丁烯蒸馏塔1021：顶部蒸气流1203/1204，底部流1206和液体馏出物流1205。由于1-丁烯的沸点比异丁烯高一度以下，液体馏出物流1205主要是未反应的异丁烯和1-丁烯。可以将流1205进料回骨架异构化反应器以增加异丁烯至直链丁烯的转化率。由于用于再循环回到骨架异构化反应器的异丁烯的回收是最重要的，预期流1202中产生的1-丁烯的约50％也在流1205中再循环回到骨架异构化反应器。

在骨架异构化反应期间，产生一些C2-C3，特别是当异构化催化剂新鲜再生时。由于这些化合物不能在丁烯蒸馏塔中冷凝，因此C2-C3蒸气流离开塔1021的顶部。流可以经由路径1204与馏出物流1205合并并且再循环回到骨架异构化反应器以转移骨架异构化反应器内的反应平衡。可替代地，流可以与经由路径1203离开复分解反应器1001的反应产物1103组合以促进C2和C3的分别回收，并且进一步增加回收的丙烯的量。在又一个替代方案中，可以将流送至脱丙烷塔(未示出)以回收C3，将剩余组分再循环回骨架异构化反应器。在一个变型中，脱丙烷塔可以在C3进入丁烯塔1021之前从流1202中回收C3。

C4+产物流1206离开丁烯蒸馏塔1021的底部。

目前描述的系统通过对离开烯烃复分解和骨架异构化反应器的C4+产物流使用新的流动路径和处理方法来改进常规复分解系统。如加氢异构化工艺1300中所示，将离开丁烯蒸馏塔的C4+流1206与来自复分解反应的C4+流1106合并。这允许两种流的C4组分在再循环至复分解反应器1001用于进一步丙烯生产之前通过加氢异构化工艺1300同时处理。

在加氢异构化工艺1300中，首先将合并的流1106/1206引入汽油分馏塔单元1004中并根据标准沸点分离。因为汽油蒸馏塔1004仅分离共同产生的C4+烯烃，所以其小于塔1002，1003和1021。在一些实施方案中，汽油蒸馏塔1004具有约10至30个塔板。或者，汽油蒸馏塔1004具有约10至25个塔板，15至30个塔板或约20个塔板。操作压力为约100至200psig，或约110至150psig，或约115psig。

重烯烃(C5+)通过路径1302从汽油蒸馏塔1004的底部除去。这些重烯烃可用于其它工艺中，作为汽油调和组分出售，或经历进一步处理以改进其质量和/或价值。在一些实施方案中，路径1302可以是将重烯烃运送到精炼厂用于汽油调和的路径。

将来自汽油蒸馏塔1004顶部的馏出物流1301给进到加氢异构化加氢处理器单元1005，其在将1-丁烯转化成2-丁烯之前将存在的任何二烯烃转化成单烯烃。加氢异构化加氢处理器单元1005的操作条件使得所有二烯烃必须在任何1-丁烯(或其它末端烯烃)可以转化成2-丁烯(或其它内烯烃)之前转化成单烯烃。这种调节允许除去已知在复分解反应器中产生焦炭的一类组分(二烯烃)。

1-丁烯至2-丁烯的加氢异构化由平衡控制并且是温度依赖性的。加氢处理器单元的温度范围为约100°F至约250°F，这比复分解反应器低得多，并且有利于1-丁烯异构化为2-丁烯。或者，加氢处理器单元1005的温度为约100°F至约200°F，约120°F至约250°F，约150°F至约200°F，约140°F至约220°F，或约180°F至约220°F。在又一替代方案中，温度为约160°F。在这些温度范围内，1-丁烯至2-丁烯的转化率大于80％。在一些实施方案中，转化率为约90％或更高。

加氢处理器单元1005的压力条件为约50至约600psig。或者，加氢处理器单元1005的压力为约80psig至约450psig、350psig至约600psig、或400psig至约450psig。在又一替代方案中，压力为约425psig。

在加氢处理器单元1005中可以使用任何加氢异构化催化剂，包括负载在载体上的第10族金属催化剂如氧化铝上的Pd，第II，VIB和VIIB族金属的氧化物如氧化铝，和酸化粘土催化剂。

将富含2-丁烯的流1303从加氢异构化加氢处理器反应器1005的流出物中除去以再循环至复分解反应器1001。复分解反应器对氧气和含氧化合物敏感，因此流1303首先被送至干燥器单元1010以干燥并从流1303中除去水、氧气和含氧化合物(如丙酮、二甲醚、甲醇、叔丁醇等)。然后将经处理的流再循环至复分解反应器1001。一旦将其引入复分解反应器，2-丁烯与乙烯(新鲜的和来自再循环流1104)反应以产生更多的丙烯。

使用所公开的系统，复分解工艺得到改进，因为用相同量的初始异丁烯进料可以形成更大量的丙烯产物，复分解催化剂的寿命增加，并且离开复分解和骨架异构化工艺的流的再循环工艺更有效。这导致产生更大量丙烯的更成本有效的复分解工艺。

实施例

包括以下实施例以说明使用上述处理离开复分解和骨架异构化工艺的C4+流的系统和方法的所附权利要求的实施方案。示例旨在说明，而不是不适当地限制所附权利要求的范围。本领域技术人员应理解，可以对所公开的特定实施方案进行改变，且仍然可以获得相似或类似的结果，而不会脱离本发明的精神和范围。以下实施例决不应被理解为限制或限定所附权利要求的范围。

根据附图中的实施方案，使用在加氢处理器和流动路径中具有加氢异构化/加氢反应的复分解系统，和没有加氢异构化/加氢反应的第二复分解系统评价丙烯形成。复分解工艺和骨架异构化工艺对于两种体系是相同的。两种系统的C4+处理工艺仅在加氢异构化/加氢反应存在下变化。

没有加氢异构化/氢化反应的复分解系统具有相同的流动路径，用于在汽油蒸馏塔中将C5+重烯烃与合并流分离之前合并含有共同产生的1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和含重烯烃的流。在汽油蒸馏塔中蒸馏后，合并流根本不发生加氢异构化/加氢反应。

复分解工艺的操作条件：两个系统中的复分解工艺都具有复分解反应器，脱乙烷塔和脱丙烷塔。两个系统中复分解反应器的操作条件为600°F的温度和450psig的压力。复分解催化剂是在SiO₂上的WO₃。

两个系统中的脱乙烷塔的操作条件是塔顶温度为-1°F，塔底温度为180°F。压力为400psig，蒸馏有30个理想阶段。

两种系统中脱丙烷塔的操作条件为塔顶温度为110°F，塔底温度为230°F。压力为260psig，蒸馏有40个理想阶段。

骨架异构化工艺的操作条件：两种系统中的骨架异构化工艺都具有骨架异构化反应器和丁烯蒸馏塔。两个系统中骨架异构化反应器的操作条件为750°F的温度和10psig的压力。异构化催化剂是市售镁碱沸石。

两个系统中丁烯蒸馏塔的操作条件是塔顶温度为135°F，塔底温度为280°F。压力为115psig，蒸馏有50个理想阶段。

将离开丁烯蒸馏塔顶部的C2-C3流与复分解产物流经由路径1203在两个系统中合并。这允许分离和回收额外的C3以及更多的乙烯用于再循环流1104。

C4+处理工艺操作条件：两种系统中汽油蒸馏塔的操作条件为塔顶温度为130°F，塔底温度为260°F。压力为115psig。汽油蒸馏塔使用20个理想阶段进行蒸馏。

对于使用加氢异构化加氢处理器的系统，加氢处理器的操作条件为150°F的温度和400psig的压力。加氢异构化催化剂是市售的氧化铝载体上的Pd催化剂。

结果：制备两种系统在其稳态下的质量平衡数据。尽管将它们的产物流合并，但复分解和骨架异构化工艺分别进行。因此，骨架异构化工艺的质量平衡对于两种体系是相同的。参照附图中的流，工艺的质量平衡示于表1中。

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离开SI反应器的流1202(在表1中表示为″SI反应器产物″)主要是未反应的异丁烯和直链烯烃。将流进料至丁烯蒸馏塔以分离出异丁烯用于再循环回骨架异构化反应器。表1中表示为″来自丁烯塔的液体塔顶再循环产物″的再循环流1205主要是未反应的异丁烯和约一半的所产生的1-丁烯。在异构化反应期间产生的C2和C3化合物也通过丁烯蒸馏塔分离出并作为蒸气经由图中的路径1203除去。SI产物流中的剩余C4+化合物在流1206中从丁烯塔的底部除去，在表1中表示为″来自丁烯塔的底部产物″。产物流在C4+处理工艺中与复分解产物流合并，而C2-C3蒸气流在复分解工艺中通过脱乙烷塔和脱丙烷塔进一步分离。

表2显示了用于处理离开复分解和骨架异构化反应器的共同产生的丁烯和重烯烃的没有加氢处理器工艺的复分解系统的质量平衡。表3显示了根据附图的具有加氢处理器工艺的复分解系统的质量平衡。

表2中的复分解进料具有来自复分解产物流和骨架异构化产物流两者的大量1-丁烯。1-丁烯不与乙烯反应形成丙烯。相反，1-丁烯在复分解反应器中反应形成重(C5+)烯烃，这将增加汽油的产率，其为不期望的副产物。

向复分解系统中加入加氢异构化反应减少了1-丁烯并增加了2-丁烯。这导致丙烯形成增加，如表3所示。它还减少复分解反应中产生的汽油副产物的量。附图中的加氢处理器系统也能够使C4二烯烃如BD的量减少约90％，如表3所示。

如表3所示，汽油分馏塔在C5+化合物到达加氢处理器之前除去C5+化合物。这允许加氢处理器将C4二烯烃减少约90％，这使得加氢处理器能够将约90％的1-丁烯转化成2-丁烯。通过加入加氢处理器，再循环至复分解反应器的1-丁烯的量减少约97％，而顺式-2-丁烯和反式-2-丁烯的量分别增加31％和26％。2-丁烯量的这种增加导致产生的丙烯比没有加氢处理器的系统多约22％。表4显示了两种系统之间的这些差异。

此外，复分解进料中1-丁烯的减少降低了产生C5+烯烃的副反应，如表3(13,699lb/hr)中汽油产率相对于表2(28,068lb/hr)减少50％所示。

本发明的具有加氢异构化/氢化反应的复分解系统不仅增加了使用相同初始量的异丁烯生产的丙烯的量，而且还减少了C4二烯烃(BD)和1-丁烯，否则其将增加汽油副产物的产率。从复分解再循环流中减少和/或去除二烯烃进一步导致复分解催化剂寿命的增加。因此，本发明的复分解系统能够利用异丁烯来增加丙烯的产量和增加复分解催化剂的寿命。

以下通过引用整体并入本文：US7074976和US6872862。

Claims (19)

1.一种生产丙烯的方法，包括：

a)将来自骨架异构化单元的C4+烯烃产物流与来自复分解单元的C4+烯烃产物流合并；

b)将所述合并的流引入汽油分馏塔；

c)在所述汽油分馏塔中将C5+烯烃与C4烯烃分离以形成C5+烯烃流和汽油分馏馏出物；

d)将所述汽油分馏馏出物转移至加氢异构化加氢处理器反应器；

e)在所述加氢异构化加氢处理器反应器中将所述汽油分馏馏出物中的C4二烯烃转化为C4单烯烃；

f)在所述加氢异构化加氢处理器反应器中将所述汽油分馏馏出物中的1-丁烯转化成2-丁烯以形成富含2-丁烯的烯烃产物流；

g)将所述富含2-丁烯的烯烃产物流脱氧以形成经处理的富含2-丁烯的流；

h)将所述经处理的富含2-丁烯的流与至少一种乙烯流共进料至所述复分解单元中；以及，

i)生产丙烯。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，两种C4+烯烃产物流都包括1-丁烯、2-丁烯、丁二烯和C5+二烯烃和单烯烃。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，转化步骤f)将至少80％的所述1-丁烯转化成2-丁烯。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述加氢异构化加氢处理器反应器含有在二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝上的Pd、Pt、Ru或Cu作为催化剂。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述加氢异构化加氢处理器反应器中的所述催化剂是氧化铝载体上的钯。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，丙烯的产率比不具有步骤a-f的方法的所述产率高至少10％。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述复分解单元中的催化剂的寿命比不具有步骤a-f的方法长10％或更长。

8.一种用于生产丙烯的系统，包括：

a)骨架异构化单元，其包括：

i)骨架异构化反应器，其具有用于接收至少异丁烯进料流的入口和用于释放骨架异构化反应器流的出口；

ii)丁烯蒸馏塔，其与所述骨架异构化反应器的出口流体连接，所述丁烯蒸馏塔具有用于释放C2-C3烯烃蒸气流的第一出口，用于释放包括异丁烯和第一部分1-丁烯的再循环流的第二出口，和用于释放包括2-丁烯、第二部分1-丁烯、丁二烯和C5+烯烃的骨架异构化产物流的第三出口，其中所述再循环流通过所述入口引入所述骨架异构化反应器中；

b)复分解单元，其包括：

i)复分解反应器，其具有用于接收至少乙烯进料流的第一入口，用于接收C4烯烃进料流的第二入口和用于释放复分解产物流的出口，其中所述复分解产物流包括乙烯、丙烯和C4+烃；

ii)脱乙烷塔单元，其具有与所述复分解反应器流体连接的入口，用于接收所述复分解产物流，所述脱乙烷塔具有用于可与所述乙烯进料流组合的再循环乙烯流的顶部出口和用于释放脱乙烷流的底部出口；

iii)脱丙烷塔单元，其具有与所述脱乙烷塔单元流体连接的入口，用于接收所述脱乙烷流，所述脱丙烷塔具有用于产生的丙烯流的顶部出口和用于释放包括C4+烃的未处理复分解流的底部出口；

c)加氢异构化单元，其包括：

i)汽油分馏塔，其具有用于接收和合并所述未处理的复分解流和所述骨架异构化产物流的入口，其中所述汽油蒸馏塔将所述合并的流分离成C5+烯烃流和C4流；

ii)加氢异构化反应器，其具有用于接收来自所述汽油分馏塔的所述C4流的入口和用于富含2-丁烯的C4烯烃流的出口，其中所述加氢异构化反应器将二烯烃转化为单烯烃并将1-丁烯异构化为2-丁烯；

iii)第一管线，其离开所述汽油分馏塔底部，用于将所述C5+烯烃流输送到精炼厂用于汽油调和；

iv)第二管线，其离开所述加氢异构化反应器顶部，用于将所述富含2-丁烯的C4烯烃流输送至脱氧单元；以及

v)第三管线，其离开所述脱氧单元，用于将所述脱氧的富含2-丁烯的C4烯烃流输送到所述复分解反应器的所述第二入口。

9.根据权利要求8所述的系统，还包括将所述丁烯蒸馏塔的所述第一出口流体连接到所述脱乙烷塔的所述入口的管线，使得所述C2-C3烯烃蒸气流在所述脱乙烷塔和所述脱丙烷塔中经历分离。

10.根据权利要求8所述的系统，还包括用于将所述C2-C3烯烃蒸气流输送到所述骨架异构化反应器的再循环管线。

11.根据权利要求8所述的系统，其中所述脱氧单元从所述富含2-丁烯的C4烯烃流中去除水、氧气和含氧物。

12.根据权利要求8所述的系统，其中所述加氢异构化反应器具有催化剂，所述催化剂具有在二氧化硅、氧化铝或二氧化硅/氧化铝载体上的Pd、Pt、Ru、Cu中的一种或多种。

13.根据权利要求12所述的系统，其中加氢异构化反应器单元中的所述催化剂是氧化铝载体上的钯。

14.一种生产丙烯的方法，包括：

a)在骨架异构化单元中产生第一C4+烯烃产物流，包括

i)在骨架异构化反应器中使异丁烯进料流异构化；

ii)在丁烯蒸馏塔中将所述异构化进料流分离成C2-C3烯烃蒸气流，包括异丁烯和第一部分1-丁烯的再循环流，和第一C4+烯烃流；

b)在复分解反应器单元中生产第二C4+烯烃产物流，包括

i)在复分解反应器中使至少一种乙烯流和富含2-丁烯的流反应以形成包括C2+烯烃的复分解产物流；

ii)在脱乙烷塔单元中将乙烯与所述复分解产物流分离；

iii)在脱丙烷塔单元中将丙烯与所述复分解产物流分离以形成所述第二C4+烯烃流和丙烯产物流；

c)在加氢异构化单元中生产富含2-丁烯的流，包括

i)在汽油分馏塔中合并所述第一和第二C4+烯烃流；

ii)在所述汽油分馏塔中将C5+烯烃与C4烯烃馏出物分离；

iii)将所述C4烯烃馏出物引入加氢异构化加氢处理反应器；

iv)将所述C4烯烃馏出物中的二烯烃转化为单烯烃，然后将所述C4烯烃馏出物中的1-丁烯转化为2-丁烯以形成所述富含2-丁烯的流；以及，

d)将所述富含2-丁烯的流进料至所述复分解反应器中以产生丙烯。

15.根据权利要求14所述的方法，其中，在将所述富含2-丁烯的流进料至所述复分解反应器之前，对其进行处理以除去含氧化合物。

16.根据权利要求14所述的方法，还包括在步骤bii)之前将所述C2-C3烯烃蒸气流与所述复分解产物流合并。

17.根据权利要求14所述的方法，还包括将所述C2-C3烯烃蒸气流再循环到所述骨架异构化反应器中。

18.根据权利要求14所述的方法，其中，丙烯的产率比没有步骤c的系统的所述产率高至少10％。

19.根据权利要求14所述的方法，其中，所述复分解单元中的催化剂的寿命比不具有步骤c的系统长10％或更长。