JP5442714B2 - オレフィンを製造するためのバッチプロセスおよびシステム - Google Patents

Description

本出願は、米国特許仮出願第６１／０７２，９９３号（出願日、２００８年４月４日）の優先権を主張するものである。

本明細書に開示の実施態様は、一般的にはアルファオレフィンを製造するためのプロセスおよびシステムに関し、さらに詳しくはアルファオレフィンを製造するためのバッチプロセスに関する。

Ｃ_４ラフィネートフィードストリームからコモノマグレードのヘキセン−１を製造するための従来からのプロセスは、三つのステージを有する連続プロセスである。第一のステージでは、Ｃ_４精留塔において、フィードストリームからブテン−１を分離する。精留塔の塔底ストリーム中のブテン−２を異性化してブテン−１とし、それを精留塔にリサイクルさせる。第二のステージでは、ブテン−１を自動複分解（ａｕｔｏｍｅｔａｔｈｅｓｉｓ）反応器へ送り込んで、エチレンとヘキセン−３とを形成させる。その反応器の流出物を脱ペンタン塔へ送って、ヘキセンを分離させる。軽質の製品は塔頂へ行き、ヘキセン−３が液状の塔底製品であり、Ｃ_４／Ｃ_５製品はリサイクルさせる。第三のステージでは、ヘキセン−３のフィードを異性化し、Ｃ_６精留塔においてヘキセン−１製品を分離する。

特許文献１（ガートサイド（Ｇａｒｔｓｉｄｅ）、２００４年４月）には、異性化ステップと複分解ステップとを組み合わせた、ヘキセン−１を製造するための連続プロセスの記載がある。典型的な複分解反応が、特許文献２（エリス（Ｅｌｌｉｓ）ら、１９７１年７月）に記載されている。特許文献３（ユング（Ｊｕｎｇ）ら、１９８７年１１月）においては、触媒蒸留を使用することにより、ブテン−１およびブテン−２からヘキセン−３への選択率および転化率が改良されることが論じられている。軽質成分を除去することにより、反応平衡を重質製品へ偏らせる。特許文献４（スゥイーニー（Ｓｗｅｅｎｅｙ）、１９９１年１０月）においては、ブテン−１からヘキセン−１を製造するための方法が論じられているが、そこでは、ブテン−１を複分解させてヘキセン−３にしている。それに続けて、水和／脱水和の手順を適用して、ヘキセン−１を含むｎ−ヘキセンの混合物を製造する。

Ｃ_４オレフィンを精製処理するための、その他各種のプロセスが知られている。特許文献５（ガートサイド（Ｇａｒｔｓｉｄｅ）ら、２００５年４月）には、末端オレフィンの製造に使用されるオレフィン異性化技術が記載されている。そのプロセスは、ブテン−２からブテン−１を製造するためにも適用される。特許文献６（ガートサイド（Ｇａｒｔｓｉｄｅ）ら、２００４年８月）には、ブテン−１の自動複分解技術が記載されているが、それはブテン−２とエチレンとからプロピレンを製造するための従来からの複分解反応とは異なったものである。

各種のプロセスにおいて、閉ループヒートポンプが使用されている。特許文献７には、閉ループヒートポンプが一般的な蒸留塔に組み込まれたプロセスの記載がある。この文献の記載によれば、ヒートポンプと置き換えることが可能な熱源およびヒートシンクを使用すると圧縮機の故障を招く可能性がある。特許文献８（カイル（Ｋｅｉｌ）ら、１９９５年１月）および特許文献９（ホリゴメ（Ｈｏｒｉｇｏｍｅ）ら、１９８６年１０月）においては、エチルベンゼン／スチレン蒸留において開ループヒートポンプを使用することが論じられている。

米国特許第６，７２７，３９６号明細書 米国特許第３，５９５，９２０号明細書 米国特許第４，７０９，１１５号明細書 米国特許第５，０５７，６３８号明細書 米国特許第６，８７５，９０１号明細書 米国特許第６，７７７，５８２号明細書 米国特許第６，５８９，３９５号明細書 米国特許第５，３８６，０７５号明細書 米国特許第４，６１５，７６９号明細書

小スケールで運転したときに、改良された効率を有するアルファオレフィンを製造するためのプロセスが開発できれば、有用であろう。

一つの実施態様は、アルファオレフィンを製造するためのプロセスであって、それには以下の工程が含まれる。第一の炭素数を有する内部オレフィンおよび第一の炭素数を有するアルファオレフィンを含むフィードストリームを得る工程、第一の異性化反応器においてそのフィードストリームを異性化させて、第一の炭素数を有するアルファオレフィンの量を増加させ、第一の異性化流出物を形成させる工程、第一の精留塔においてその第一の異性化流出物を精留して、その第一の炭素数を有する内部オレフィンを含む塔底ストリームおよびその第一の炭素数を有するアルファオレフィンを含む塔頂ストリームを得る工程、その塔頂ストリームを、複分解反応器中、各種条件下および第一の複分解触媒の存在下に触媒複分解にかけて、第二の炭素数を有する内部オレフィンおよびその他の炭化水素を含む混合オレフィン流出物を製造する工程、第二の精留塔においてその混合オレフィン流出物を精留して、その他の炭化水素の少なくとも一部を除去し、内部オレフィン中間体を得る工程、第一の異性化反応器を準備して、その内部オレフィン中間体を受け入れる工程、その準備された第一の異性化反応器の中でその内部オレフィン中間体を異性化させて、増大した量の第二の炭素数を有するアルファオレフィンを含む第二の異性化流出物を形成させる工程、第一の精留塔を準備してその第二の異性化流出物を受け入れる工程、ならびにその準備された第一の精留塔の中でその第二の異性化流出物を精留して、その第二の炭素数を有する内部オレフィンからその第二の炭素数を有するアルファオレフィンを分離する工程である。いくつかの実施態様においては、ブテン−１の一部を第一の精留塔から除去して、ブテン−１製品とする。

また別な実施態様は、ヘキセン−１を製造するためのプロセスであって、それには以下の工程が含まれる。ブテン−１およびブテン−２を含むＣ_４フィードを得る工程、第一の異性化反応器においてブテン−２を異性化させてブテン−１とし、第一の異性化反応器流出物を形成させる工程、第一の精留塔においてその第一の異性化反応器流出物を精留して、ブテン−１を含む塔頂ストリームおよびブテン−２を含む塔底ストリームを形成させる工程、第一の複分解反応器中、各種条件下および第一の複分解触媒の存在下に、その塔頂製品の少なくとも一部を触媒複分解にかけて、エチレンおよびヘキセン−３を含む混合オレフィン流出物を製造する工程、第二の精留塔においてその混合オレフィン流出物を精留して、ヘキセン−３を含むヘキセンストリームとエチレンを含む塔頂製品ストリームとを形成させる工程、第一の異性化反応器を準備して、そのヘキセンストリームを受け入れる工程、そのヘキセンストリームを異性化させて、ヘキセン−１とヘキセン−２と残存しているヘキセン−３とを含む第二の異性化流出物を形成させる工程、第一の精留塔を準備してその第二の異性化流出物を受け入れる工程、ならびにその準備された精留塔の中でその第二の異性化流出物を精留してヘキセン−１ストリームを得る工程である。

さらにまた別な実施態様は、アルファオレフィンを製造するためのシステムであって、それには以下のものが含まれる。第一の炭素数を有するオレフィンの第一のバッチを異性化させて第一の異性化反応器流出物を形成させ、次いで第二の炭素数を有するオレフィンの第二のバッチを精製処理して第二の異性化反応器流出物を形成させるように構成した第一の異性化反応器、その第一の異性化反応器よりも下流に位置する複分解反応器であって、第一の異性化反応器流出物を不均化させて、複分解反応生成物を形成するように構成されている複分解反応器、その異性化反応器より下流に位置していて、その第一および第二の異性化反応器流出物を個別に精留するように構成された、第一の精留塔、その複分解反応器より下流に位置していて、その複分解反応生成物から軽質炭化水素を除去するための、第二の精留塔、それら第一または第二の精留塔より下流に配された貯蔵タンク、ならびにその貯蔵タンクを、第一の異性化反応器の入口および／または複分解反応器の入口に接続する、貯蔵タンク出口ラインである。

本明細書に記載されたシステムの三つのセクションを示す略図である。 第一の実施態様を示すプロセスフローダイヤグラムである。 第二の実施態様を示すプロセスフローダイヤグラムである。 図３のプロセスにおける第一の異性化流出物および第二の異性化流出物の両方を用いて運転することが可能な閉ループヒートポンプシステムを有する第一の精留塔を示す、プロセスフローダイヤグラムである。 実施例３の実施態様におけるＣ_４精留塔の温度分布を示すグラフである。 実施例３の実施態様における脱ペンタン塔の温度分布を示すグラフである。 実施例３の実施態様における第一のＣ_６精留塔の温度分布を示すグラフである。 実施例３の実施態様における第二のＣ_６精留塔の温度分布を示すグラフである。

本明細書に記載された実施態様においては、キャンペーンモードまたは順次精製処理モードで運転されるプロセスを採用しているが、それに含まれるのは、単一の異性化反応器、異性化の後の単一のスーパー精留塔、および１基または複数の複分解反応器であって、その後に精留して、中間体オレフィンのストリームを得たり、所望の１種または複数のオレフィン製品を得たりする。いずれの同一の炭素数であっても、その近接した沸点の二重結合異性体を分離しようとすると、大きなエネルギと装置とが必要となる。第一の分離プロセスにおいて第一の炭素数を有する複数の異性体を分離するために単一のスーパー精留塔（または２本一組のスーパー精留塔）を使用し、次いで、第二の分離プロセスにおいて第二の炭素数を有する複数の異性体を分離するために同一のスーパー精留塔（またはスーパー精留塔の組）を使用することにより、ある種の効率化を実現することができる。同様にして、単一の異性化反応器を使用して、第一の異性化プロセスにおいては第一の炭素数を有する化合物を異性化し、第二の異性化プロセスにおいて第二の炭素数を有する化合物を異性化すれば、精製処理におけるメリットも得られるであろう。そのプロセスを使用すれば、各種の炭素数を有する炭素鎖を有するフィードストリームを用いて、所望の炭素数を有する製品ストリームを製造することが可能となる。そのプロセスは、特にアルファオレフィンを製造するのに有用である。

図１に示すシステムには、異性化および精留セクション２、複分解および精留セクション３、ならびに貯蔵セクション４が含まれる。図１〜８の説明ではＣ_４およびＣ_６炭化水素を扱ってはいるが、他の炭素数を有する炭化水素もまた記載されたシステムにおいて精製処理することができる。２として示した、「スーパー精留塔システム」とも呼ばれる精留塔／異性化反応器の組合せで、まずＣ_４処理（Ｃ_４ ｓｅｒｖｉｃｅ）運転をする。混合Ｃ_４を１から導入し、２で異性化をしてから精留して、ブテン−１異性化製品を形成させる。そのブテン−１異性化製品を連続的に５を経由して複分解および精留のセクション３にフィードし、そこで複分解を起こさせる。その複分解反応器流出物を精留して、エチレンおよびヘキセン−３製品を含む軽質製品を形成させ、６を介して、それを４の貯蔵タンクに送る。貯蔵タンクの中に十分な量のヘキセン−３が蓄積されたら、異性化および精留セクション２において別途の処理のための準備をする。次いで７を介して、タンクからヘキセン−３を、（今やＣ_６処理をするようにした）異性化および精留セクション２のシステムにおくり、そこでヘキセン−３の異性化と精留を行って、ヘキセン−１製品を形成させ、それを８から抜き出す。

また別な構成においては、混合Ｃ_４を、異性化および精留システム２の中で精製処理して、ブテン−１を形成させる。そのブテン−１ストリームを、９を介して、貯蔵セクション４に送る。十分な量のブテン−１が蓄積されたら、異性化および精留システム２を、別な処理のための準備を行う。場合によっては、ブテン−１の一部を製品として抜き出すことも可能であり、残りの部分を、１０を介して複分解および精留セクション３に送る。複分解反応器流出物を精留すると、エチレンおよびヘキセン−３ストリームを含む軽質製品が生成する。次いで、１１を介してヘキセン−３ストリームを異性化および精留セクション２に送り、そこでヘキセン−３を異性化させ、その混合ヘキセンストリームを精留して、ヘキセン−１製品を形成させ、８から取り出す。

すべての実施態様において、スーパー精留塔分離の塔底からの内部オレフィンストリームの全部もしくは一部を異性化反応器にリサイクルして、さらなるブテン−１またはヘキセン−１を製造してもよい。

大スケールの通常の連続法自動複分解プロセスにおいては、別途のＣ_４およびＣ_６システムが採用されて、それらのシステムの間で熱を一体化させることによって、用役の低減を可能としている。本明細書に記載されたキャンペーン運転システムにおいては、用役コスト低減のための代替え手段を使用して、節減を達成している。より詳しくは、ある種の実施態様においては、たとえばポリマグレードのヘキセン−１のようなオレフィンを製造するように設計されたキャンペーンシステムにおいて、ヒートポンプを用いている。そのヒートポンプは、熱的に一体化させた精留塔を与え、それによってその塔の凝縮器および再沸器で、共通の伝熱流体を共用している。開ループヒートポンプでは、塔の塔頂ストリームを伝熱流体として使用する。閉ループヒートポンプでは、代替え流体（ａｌｔｅｒｎａｔｅ ｆｌｕｉｄ）を使用する。その代替え流体は、特定の熱力学的性質を根拠にして選択して、無理のない圧力の範囲内で凝縮および再沸の負荷性能が達成されて、圧縮機の負荷が最小限となるようにする。キャンペーンモードで運転されるシステムにおいては、代替え流体を選択することが特に有利となるが、その理由は、２種の異なった炭素数の精留において、凝縮および再沸性能が達成できるように運転しなければならないからである。

図２を参照すると、ブテン−１とヘキセン−１とを順次に製造するためのキャンペーンプロセスのプロセスフローダイヤグラムが示されている。そのプロセス全体を１２と呼ぶ。装置の一部はＣ_４処理のみに使用され、装置の第二の部分はＣ_６処理にのみ使用され、そして装置の第三の組は、それら両方の処理を共用している。

ブテン分離システムは、異なった圧力で運転される２本の塔を含んでいて、それらの間でエネルギを交換して、全体の用役を低減している。塔１４を塔１とみなし、塔２４を塔２とみなす。塔１は、塔２よりも高い圧力で運転される。このことによって、塔１の塔頂凝縮器２９の温度を、塔２の再沸器よりも高い温度とすることが可能となる。熱が、凝縮器２９で除去されて、再沸器８６に供給されるために、これらの交換が可能であり、別途の外部加熱は必要としない。このシステムのキーとなるのは、それらをマッチングさせることが可能となるように、負荷をバランスさせることである。このマッチングは、一つの塔から他の塔へのサイドドローをバイパスさせることによって通常実施される。しかしながら、塔へのメインフィードを分割して、熱交換器の負荷をマッチングできるように調整してそれぞれの塔へ割り振ることにより実施するのが最適である。異性化セクションからのメインフィード４７を分割して、ライン１９から塔１に、ライン２７から塔２へ送る。

フィードライン１３の中の、ブテン−１およびブテン−２を含み、通常はさらにその他のＣ_４炭化水素も含むＣ_４ラフィネートが精留塔２４の下端に入り、その中でブテン−１とブテン−２が分離される。主としてブテン−２を含む、精留塔２４からの塔底ライン１５が、ライン２５（Ｃ_４精製処理の場合においては、ライン３２は使用されない）と合流して、ライン３４を形成し、それが異性化反応器ループに入るが、それについては以下において説明する。ライン４７の中のこのループの流出物が、精留塔１４の中央に入るライン１９と、精留塔２４の中央に入るライン２７とに分割される。精留塔１４においては、ブテン−１の塔頂製品が、塔頂ライン１６の中に入る。ライン１６中の物質が凝縮器１７の中で凝縮され、精留塔１４への還流ライン２９と、精留塔１３のためのフィードライン３１とに分割され、後者の中ではブテン−１とブテン−２とのさらなる分離が実施される。

精留塔の塔底ライン２５が、精留塔１４の塔底から取り出されて、先に挙げたライン１５と合流する。精留塔の再沸器ライン２０が、精留塔１４の塔底で物質を抜き出す。パージライン１８を、精留塔の再沸器ライン２０から抜き出して、塔の塔底に重質炭化水素が蓄積しないようにする。ライン２１の中にある精留塔塔底の残りのものは、再沸器２３の中で再沸騰されて、精留塔１４に戻り、そこで分離される。

フィードライン３１は精留塔１３にフィードライン２７の流入点より上の位置に入る。ブテン−１は、精留塔１３の塔頂からライン３３の中に抜き出され、ブテン−２は、精留塔１３の塔底からライン３７の中に抜き出される。塔頂ライン３３は、凝縮器３９の中で凝縮され、還流ライン３５とライン４８とに分割される。

異性化ループの中においては、異性化ライン３４の中の物質は、熱交換器３６の中で蒸発させられ、熱交換器３８の中で加熱されてから、炉４０にフィードされる。炉４０からの蒸発ライン４２は、異性化反応器４４にフィードされ、その中でブテン−２の幾分かが異性化されてブテン−１が生成する。反応器４４からのＣ_４流出物は、ブテン−１／ブテン−２が平衡した状態で出てくる。その反応器の温度が平衡を決定し、それにより組成が調節される。反応器流出物ライン４７が熱交換器３８の中で冷却され、精留塔１４に送られる。当業者にとっては自明のことであるが、Ｃ_４フィードライン１３が、異性化反応器条件によって決まる平衡レベルよりも高いブテン−１を含んでいるならば、そのフィードラインをまず塔１４に送り、ブテン−２と共に塔頂で回収されたブテン−１含有物を異性化反応器４４にフィードすることとなるであろう。別な場合として、Ｃ_４フィードライン１３の組成物が１−ブテンを、ほとんどあるいはまったく含んでいないようならば、それをまず、異性化システムに直接フィードするのがよいであろう。

精留塔２４から下流側で、ライン４８の内容物を、タンク４１か、または他の貯蔵タンクかのいずれかに送って、そこで複分解に十分な量になるまで蓄積させるか、あるいはそれらをさらなる精製処理のための直接複分解セクションに送るが、その場合にはタンク４１は必要ない。図２においては、貯蔵タンク４１への流入および抜き出し両方のフローを与えるものとしてライン４８が示されている。複分解を実施する際には、Ｃ_４／Ｃ_５を含むリサイクルライン５６にライン４８を合流させて、自動複分解フィードライン５８を形成させ、それを自動複分解反応器５２にフィードする。複分解をさせる前に、ライン５８を熱交換器６０の中で蒸発させ、熱交換器６２の中でさらに加熱し、次いで自動複分解炉６４中で反応温度にまで加熱する。次いでライン５８の内容物を自動複分解反応器５２にフィードする。自動複分解は平衡反応であって、そこでヘキセン−３が製造される。少量の副生物のプロピレン、ペンテン−２、２−メチル−ペンテン−２、およびいくぶんかのＣ_７も生成する。さらに、ブテン−１からブテン−２への少量の逆異性化も起きる。これらの副生物の内では、ブテン−１とイソブチレンとの反応によって生成する２−メチル−ペンテン−２だけが、ヘキセン−１の製品純度に悪影響を与えるが、その理由は、それがヘキセン−１よりも低い沸点を有しているために、最終的なＣ_６分離の塔頂製品と共に運び出されるからである。したがって、Ｃ_４ラフィネートフィードの中のイソブチレン含量は、所望するヘキセン−１規格に適合するレベルにまで最小化しておく必要がある。

ライン６５中の自動複分解流出物は、Ｃ_２からＣ_７までの混合物である。ライン６５の内容物を熱交換器６２の中で冷却し、脱ペンテン塔フィードラインを形成させ、それを精留塔７０（ここでは、脱ペンテン塔として運転されている）に送る。Ｃ_２／Ｃ_３塔頂ライン７１を、精留塔７０から抜き出す。凝縮器７４の中で塔頂ライン７１を凝縮させ、還流ライン７３と精留塔７７（ここでは、脱プロピレン塔として運転されている）のためのフィードライン７５とに分割する。精留塔７０の塔底ライン８３はＣ_６貯蔵タンク８４に送られ、Ｃ_６精製処理のための精留および異性化装置の準備ができるまでそこで保持されるか、あるいはその装置の準備ができていれば、塔底ライン８３は、ライン３２として精留および異性化セクションに直接入るので、タンク８４は不要である。Ｃ_４を適切な時間貯蔵して、精留塔を再構成することが可能であるのならば、精留塔１３および１４の内の１本を脱ペンテン塔７０として使用することができるということに注目されたい。別な方法として、ラインを用いて精留塔７０を接続して、精留塔１４および２４に対してさらなる精留段を加えるようにすることも可能であり、それによって、精留塔１４および２４をやや小さくすることができるので、精製処理にフレキシビリティがさらに加わり、設備費とエネルギの節減となる。

精留塔７７からの塔頂ライン７９は、たとえば水蒸気分解装置分離システムに送られるＣ_２／Ｃ_３ライン８０と、還流ライン８１とに分割される。ライン８２は、場合によっては組み込まれるサイドドロー製品ラインであって、未反応１−ブテンから高純度１−ブテンストリームを回収することを可能とする。サイドドロー８５を抜き出して、冷却器を通過させ、それを再導入するポイントで、塔の中の蒸気ストリームを部分的に凝縮させる。このポイントで冷却水に相当する温度に冷却することによって、塔頂凝縮器において一般的に使用される冷凍冷却（ｒｅｆｒｉｇｅｒａｔｉｏｎ）を削減することが可能である。精留塔７７からの塔底ライン５６には、Ｃ_４およびＣ_５化合物が含まれ、ライン４８と合流して、複分解フィードストリームを形成する。

複分解の前（ただし、Ｃ_４異性化および精留の後）かまたは、十分な量のヘキセン−３を製造した後かのいずれかで、異性化反応器４４ならびに精留塔２４および１４を、Ｃ_６処理のために準備する。第一ステップにおいて自動複分解反応器を使用して３−ヘキセンを製造していたのであれば、この第二のキャンペーンにおいてはその自動複分解反応器を使用しない。ヘキセン−３は貯蔵タンク８４からライン３２を通してフィードされる。ライン３２は、異性化フィードライン３４となる。ライン３４を、熱交換器３６の中で蒸発させ、熱交換器３８の中で加熱し、炉４０の中でさらに加熱してから、ライン４２としてまず、異性化反応器４４へと送る。ライン４７中の反応器流出物が、精留塔１３および１４に送られる。この場合、異性化反応器４４、精留塔２４、および精留塔１４は、Ｃ_６処理のために運転されている。

Ｃ_６処理においては、Ｃ_７ ^＋の精留塔１４の塔底ライン２０は、一部はライン１８によりこのシステムからパージされ、残りのものは再沸器２３中で再沸騰されて、ライン２１として精留塔に戻る。ヘキセン−２およびヘキセン−３のサイドドロー２５を精留塔１４の低い段（塔頂を段１と定義する）から抜き出して、精留塔２４からの塔底ライン１５と合流させ、一部はライン２８からパージし、一部はライン３０で異性化反応器４４にリサイクルさせる。ライン３０は、Ｃ_６貯蔵タンク８４からのフレッシュなヘキセン−３のフィード３２と合流して、異性化反応器フィード３４（ここでは、Ｃ_６処理運転中）を形成する。精留塔１４からの塔頂ライン１６を、還流ライン２９と、精留塔２４へのフィードライン３１とに分割する。

精留塔２４においては、ヘキセン−１をライン３３中に塔頂製品として取り出す。ライン３３は、還流ライン３５とライン４８とに分割される。ライン４８にはヘキセン−１製品が含まれ、タンク４１に送られる。Ｃ_６ラインの精製処理には、複分解反応器が含まれていないことに注目されたい。

先に説明したように、バッチプロセスフローシートで共用される装置は、Ｃ_４処理とＣ_６処理の両方で運転ができるように設計されている。装置のタイプに応じて、これは各種の方法で取り扱うことができる。たとえば熱交換器は使用温度を変化させてもよいが、熱交換器の表面積は複数のシェルを使用することによって調節することができる。反応器の容量は、複数の反応器を使用することによって対応することができる。精留塔は、熱交換器や反応器と同等に扱うことはできないので、それらの設計を選択して、複数の処理の間でも固定されたままであるようにする。

Ｃ_４精留塔とＣ_６精留塔の両方で同一の（１本または複数の）塔を使用するためには、そして、その第二の塔を脱ペンタン塔としておよびＣ_６精留塔の一部としての両方で使用するのならば、選択された流速に対して、塔の寸法が同一でなければならない。キャンペーン運転では、Ｃ_４処理とＣ_６処理との間で流速の独立した変動を許すので、流速を調節するための変数として運転時間を使用することが可能であって、それにより、年間純生産量たとえば、５ＫＴＡのヘキセン−１が達成される。このアプローチ方法を使用すると、一つの実施態様においては、Ｃ_４プロセスで２，０００時間運転し、Ｃ_６プロセスで５，３３３時間運転する。

まとめると、バッチプロセスにおいて精留塔および異性化システムを共用することによって、連続ヘキセン−１プロセスにおける６４基の装置の内の３５基が省略される。連続プロセスでは二つの完全なスーパー精留塔／異性化反応器システムを有しているのに比較して、キャンペーン運転では一つだけである。全建設資本コストにおける削減は、推定で約３５〜４５％である。このことにより、比較的小規模な設備ではキャンペーン運転が特に適したものとなる。図１の構成を使用したプロセスの一例を、以下の実施例１で提供する。

図３を参照すると、ブテン−１とヘキセン−１とを順次に製造するためのまた別なキャンペーンプロセスのプロセスフローダイヤグラムが示されている。そのプロセス全体を１１０と呼ぶ。装置の一部はＣ_４処理のみに使用され、装置の第二の部分はＣ_６処理にのみ使用され、そして装置の第三の組は、それら両方の処理を共用している。

フィードライン１１２の中の、ブテン−１およびブテン−２を含み、通常はさらにその他のＣ_４炭化水素も含むＣ_４ラフィネートが、ライン１３４の内容物と合流して、異性化反応器ループに入る。このループの流出物（ライン１４７中）が、精留塔１１４の中程に入る。精留塔１１４においては、ブテン−１の塔頂製品が、塔頂ライン１１６の中に入る。ライン１１６の内容物は、凝縮器１１７の中で凝縮される。

精留塔１１４の塔底から、精留塔塔底がライン１２２で抜き出され、一部はパージライン１２８からパージされ、残りのもの（ライン１３０中）はＣ_４フィードライン１１２の内容物と合流して異性化フィードライン１３４を形成する（Ｃ_４運転の際にはライン１３２は使用されない）。パージライン１２８を備えておいて、系の中に蓄積される可能性がある、Ｃ_４フィード１１２中のｎ−ブタンをすべて除去する。精留塔の再沸器ライン１２０が、精留塔１１４の塔底で物質を抜き出す。パージライン１１８を、精留塔の再沸器ライン１２０から抜き出して、塔の塔底に重質炭化水素が蓄積しないようにする。精留塔塔底の残りのもの（ライン１２１中）は、再沸器１２３の中で再沸騰させて、精留塔１１４に戻し、そこで分離させる。

異性化ライン１３４の内容物を、熱交換器１３６の中で蒸発させ、熱交換器１３８の中で加熱し、次いで炉１４０へフィードする。炉１４０からライン１４２の中へ蒸発された物質を、一つの実施態様においては、３４３℃、２９７８ｋＰａで運転中の平衡反応器である異性化反応器１４４にフィードする。この実施態様においては、Ｃ_４流出物は、ブテン−１濃度が約２１％である、ブテン−１／ブテン−２が平衡した状態で反応器から出てくる。ライン１４７中の反応器流出物を熱交換器１３８で冷却し、精留塔１１４に送る。精留塔におけるフィードのリサイクル対フレッシュの比率は、典型的には、２．４対１である。当業者にとっては自明のことであるが、Ｃ_４フィードライン１１２が、異性化反応器条件によって決まる平衡レベルよりも高いブテン−１を含んでいるならば、そのフィードストリームをまず塔１１４に送り、ブテン−２と共に塔頂で回収されたブテン−１含有物を異性化反応器１４４にフィードすることとなるであろう。

精留塔１１４からのブテン−１製品（塔頂ライン１１６中）を、ライン１１９中の還流ストリームと、ライン１４８中の中間生成物とに分割する。ライン１４８中の物質をライン１５０の中に送る（Ｃ_６精製処理の場合にはライン１５４を使用）。ライン１５０中のブテン−１を、Ｃ_４／Ｃ_５を含むリサイクルライン１５６と合流させて、自動複分解フィードライン１５８を形成させ、それを自動複分解反応器１５２にフィードする。ライン１５８中の物質を熱交換器１６０の中で蒸発させ、熱交換器１６２の中でさらに加熱し、次いで自動複分解炉１６４の中で加熱して反応温度とする。次いで、蒸発させた物質（ライン１５９中）を自動複分解反応器１５２にフィードする。自動複分解は平衡反応である。

ライン１６６中の自動複分解流出物は、Ｃ_２からＣ_７までの混合物である。ライン１６６中の物質を熱交換器１６２の中で冷却して、（脱ペンテン塔）フィードラインを形成させる。ライン１７０の内容物を、一つの実施態様においては、１２００ｋＰａ、３０理論段、還流比１．０で運転中の、精留塔１６８（ここでは脱ペンテン塔として運転中）に送る。その精留塔１６８の温度は、典型的には６０〜１００℃の範囲である。Ｃ_２／Ｃ_３塔頂ライン１７１を、精留塔１６８から抜き出す。塔頂ライン１７１を分割して、ライン１７２とライン１７３とにする。塔頂ライン１７２の内容物を熱交換器１７４中で冷却して、フラッシュドラム１７６へ送る。エチレンおよびプロピレンを含む、フラッシュドラムからの軽質留分を、ライン１７８の中にパージして、エチレン分解装置のエチレン／プロピレン回収セクションにリサイクルさせることができる。ライン１５６中のフラッシュドラムの塔底からのＣ_４〜Ｃ_５には、まだかなりの量のブテン−１を含んでおり、ライン１５６の中へリサイクルされ、ライン１５０と合流してライン１５８、すなわち自動複分解反応器へのフィードラインを形成する。Ｃ_４モードで運転している場合には、塔頂ライン１７３中の物質は、凝縮器１７４の中で凝縮されて、塔１６８のための還流を形成する。

９８ｍｏｌ％ヘキセン−３にまで分離された、精留塔塔底ライン１８０を、ヘキセン−３ライン１８２と、再沸器ライン１８３と、Ｃ_６リサイクルライン１８８とに分割する。Ｃ_４運転モードにおいては、ライン１８２中のヘキセン−３がＣ_６貯蔵タンク１８４に充満され、キャンペーン運転の第二の相のためのフィードとして使用される。

十分な量のヘキセン−３が製造できた後、そのシステムをシャットダウンさせ、Ｃ_６処理運転のための準備をする。Ｃ_６処理のためには、異性化反応器１４４、塔１１４および塔１６８を準備する。第二のキャンペーンにおいては、自動複分解反応器は使用しない。ヘキセン−３は貯蔵タンク１８４からライン１３２を通してフィードされる。ライン１３２は、異性化フィードライン１３４となる。ライン１３４中の物質を、熱交換器１３６の中で蒸発させ、熱交換器１３８の中で加熱し、次いで炉１４０の中でさらに加熱してから、ライン１４２として異性化反応器１４４にまずフィードする。異性化反応器１４４の中では、ヘキセン−１へ約８．９％の転化率が起きる。反応器流出物（ライン１４７）を精留塔１１４に送る。この場合、異性化反応器１４４と精留塔１１４はいずれも、Ｃ_６処理として運転されている。

このキャンペーンシステムを稼働させるためには、精留と異性化装置が、Ｃ_４精製処理とＣ_６精製処理との場合で、同一でなければならない。混合ヘキセンストリームからヘキセン−１を分離するためには、Ｃ_４運転においてブテン−１／ブテン−２ストリームからブテン−１を分離する場合よりもより高度な精留が必要である。一つの選択肢は、Ｃ_４運転にとっては大きすぎるが、Ｃ_６処理の場合には適切な塔を設計することである。また別な選択肢は、塔１６８を使用することでＣ_６運転のための追加の精留能力を与えることであるが、これはＣ_６運転においては自動複分解反応器を使用しないからである。この実施態様においては、塔１１４からの塔頂物を受け入れるＣ_６精留の塔頂部分として塔１６８を使用している。

精留塔１１４の塔底ストリームのＣ_７ ^＋（ライン１１８中）を、システムからパージする。ヘキセン−２およびヘキセン−３のサイドドロー１２２を精留塔１１４の低い段から抜き出し（塔頂を段１と定義する）、ライン１２６およびライン１３０を介して異性化反応器１４４にリサイクルさせる。それを、Ｃ_６貯蔵タンク１８４からのフレッシュなヘキセン−３フィード１３２と混合して、異性化反応器フィード１３４’とする（この場合、Ｃ_６処理運転中）。パージライン１２８は、使用しない。塔頂ライン１１６を所望のヘキセン−１比率になるように分離し、その大部分を、ライン１４８からライン１５４、次いでライン１７０から精留塔１６８（それまでは、Ｃ_４処理の場合に脱ペンテン塔として機能していたもの）へと送る。Ｃ_６ラインの精製処理には、複分解反応器が含まれていないことに注目されたい。

精留塔１６８においては、コモノマグレードのヘキセン−１（９８．５ｍｏｌ％）が塔頂製品（ライン１７１中）として取り出される。ライン１７２を通過する流れは存在せず、Ｃ_６処理においては分離器１７６は使用しない。ヘキセン−１製品はライン１７３中に抜き出され、還流ライン１７５が塔に戻り、ヘキセン−１製品がライン１８１中へ抜き出される。塔１６８からの塔底ヘキセン−２およびヘキセン−３は、ライン１８８中を異性化セクションにリサイクルされる。塔底ライン１８８の内容物を、塔１１４からの他のヘキセン−２／ヘキセン−３リサイクル（ライン１２２中）と混合して、ライン１２６を形成させる。精留塔１６８は、塔頂圧力５０ｋＰａで運転する。Ｃ_６精留の場合の精留塔１１４および精留塔１６８中での温度分布を、それぞれ図５および図６に示す。

先に説明したように、バッチプロセスフローシートで共用される装置は、Ｃ_４処理とＣ_６処理の両方で運転ができるように設計されている。装置のタイプに応じて、これは各種の方法で取り扱うことができる。たとえば熱交換器は使用温度を変化させてもよいが、熱交換器の表面積は複数のシェルを使用することによって調節することができる。反応器は、複数の反応器を使用することによって対応することができる。精留塔は、熱交換器や反応器と同等に扱うことはできないので、それらの設計を選択して、複数の処理の間でも固定されたままであるようにする。

Ｃ_４精留塔とＣ_６精留塔の両方に同じ塔を使用し、別の塔を脱ペンタン塔とＣ_６精留塔の両方に使用するためには、選択された流速に対して、塔の寸法が同一でなければならない。キャンペーン運転では、Ｃ_４処理とＣ_６処理との間で流速の独立した変動を許すので、流速を調節するための変数として運転時間を使用することが可能であって、それにより、年間純生産量たとえば、５ＫＴＡのヘキセン−１が達成される。このアプローチ方法を使用すると、一つの実施態様においては、Ｃ_４プロセスで２，０００時間運転して、２，６９６ｋｇ／ｈのヘキセン−３が製造される。Ｃ_６運転の準備のために、精留塔と反応器を空にするのに、５００時間の停止時間を設ける。次いで、Ｃ_６プロセスを５，３３３時間運転して１，０１０ｋｇ／ｈのヘキセン−３をフィードして、９３７ｋｇ／ｈのヘキセン−１を得る。Ｃ_４処理状態に戻すのに、さらに５００時間を割り当てる。この流速で運転しようとすると、Ｃ_４／Ｃ_６精留塔のためには１００理論段、同様にして脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔では３０段を選択すると、同一の塔直径となる。図２の構成を使用したプロセスの一例を、以下の実施例２で提供する。

まとめると、バッチプロセスにおいて精留塔および異性化システムを共用することによって、連続ヘキセン−１プロセスにおける６４基の装置の内の３５基が省略される。連続プロセスでは、二つの完全なスーパー精留塔／異性化反応器システムを有しているのに比較して、キャンペーン運転では一つだけである。全建設資本コストにおける削減は、推定で約３５〜４５％である。このことにより、比較的小規模な設備ではキャンペーン運転が特に適したものとなる。

ここで、図４を参照すると、閉ループヒートポンプを使用することで、図３に示したキャンペーンプロセスの効率をさらに向上させた実施態様が示されている。そのシステム全体を２００と呼ぶ。このシステムでは、圧力の変化を利用して、精留塔の再沸器と凝縮器の温度範囲内に伝熱流体の沸点がなるように調節し、それによって、その流体が交互にそれぞれ凝縮および蒸発することが可能となり、そのために、たとえば凝縮のための冷凍冷却または再沸器のためのスチームのような、通常使用される用役に代わる熱の一体化（ｈｅａｔ ｉｎｔｅｇｒａｔｉｏｎ）が得られる。ヒートポンプは、精留塔２１４に付随する。（精留塔２１４からは、塔頂ライン２１６と塔底ライン２２０とが除かれている）。その流体は、蒸気ライン２０２の中で、蒸気として循環が始まる。蒸気ライン２０２は、圧縮機２０４の中で、その蒸気の凝縮する温度が、再沸器２０６の温度よりも高くなるような圧力にまで圧縮される。圧縮されたライン２０２を分割してライン２０８とライン２１０とにし、その二つのラインを再合流させてライン２１２とする。ライン２１０は、熱交換器２１３の中で冷却する。冷却水熱交換器２１３を使用して高温高圧蒸気の温度および／または流量を調節することによって、再沸器２０６における負荷を調整することが可能となる。いくつかの場合においては、ライン２１０の内容物を熱交換器２１３の中で凝縮させて、２相混合物を再沸器２０６にフィードする。このことは、再沸器の中で凝縮する伝熱流体の量、したがって再沸器に伝えられる熱の量を効果的に限定する。ライン２１２は、再沸器２０６の中で凝縮される。コントローラ２３６が、ライン２０８とライン２１０の分割比を決定する。この場合、ライン２１２は液体相である。

サイクルのこのポイントでは、再沸器の高温負荷要求量は満たされている。ここで、そのシステムは、塔の凝縮器の低温負荷要求量も満足させなければならない。ライン２１２の中の液体を、膨張ドラム１２２からのオーバーヘッド蒸気によって調節しながら膨張状態にして、精留塔の凝縮器２２４の温度よりも低い沸点にまで低下させる。このことによって、２１２の一部がより低い圧力で蒸発するので、ラインの温度が低下する。次いで、ライン２１２を（任意の）ライン２１５と合流させて、ライン２１６とする。場合によっては、以下において説明するように、熱交換器２１８の中で冷却水ライン２２０を使用して、ライン２１６を冷却する。蒸気は、ドラム２２２からライン２２８として抜き出す。蒸気は、凝縮器２２４には送らない。液体は、ドラム２２２からライン２２６を通して抜き出す。次いで、ライン２２６を凝縮器２２４の中で蒸発させ、蒸発させた後は、ライン２２８に合流させて、ライン２３０を形成させる。ライン２３０は、ノックアウトドラム２３２の中を通過させる。ドラム２３２の中で蒸気は、ライン２０２として抜き出され、それは先にも述べたように、圧縮機２０４に戻される。ドラム２３２の中の少量の液体はすべて、ライン２１５に抜き出されるが、それは膨張器２４０からの流出物と合流して、ライン２１７を形成する。

凝縮器と再沸器の負荷における差を調節して無くすために、ループの中に、必要に応じて加熱または除熱をするための、追加の熱交換器が必要となるかもしれない。この特定のキャンペーンシステムにおいては、凝縮器の負荷が再沸器の負荷よりも大きいので、熱交換器２１３を圧縮機の排出側に再沸器と併行させて設置して、熱負荷における差をなくし、ヒートポンプ流体が再沸器２０６の中で完全に凝縮できるようにする。熱交換器２１３は、再沸器−凝縮器の負荷の差に基づいて、ループから「余分な（ｅｘｔｒａ）」負荷を除くための熱交換器である。逆に、再沸器の負荷の方が大きい場合には、冷却水に代えてスチームを用いて運転される熱交換器２３８を、膨張器２４０の出口に設けるのがよく、より多量の流体を蒸気として分離器２２２に送るようにし、その結果ライン２２６としてより少量の液体をフィードして凝縮器の中で蒸発させる。

再沸器と凝縮器との間で温度の交差が起きないように、プロセス流体たとえばライン２２０の出口温度と、ヒートポンプのライン２１２との間では、たとえば、３℃の温度差を使用することができる。圧縮機および膨張器の排出圧力は、一定値と考えてよく、それは、ヒートポンプ流体の沸点をそれぞれ再沸器および凝縮器の温度に近づく範囲内とするような要求条件で決まってくる。圧縮機によってなされる仕事が、膨張器の仕事を打ち消すのに必要な仕事量であるのが効果的であって、それによって、塔の上下での温度の差が小さくなるにつれて、ヒートポンプのエネルギコストが抑制される。

ヒートポンプサイクルの各部の圧力が固定され、負荷の調節手段として凝縮器を使用すると、凝縮器への入口温度を最大として、さらなる冷却能力を得ることができる。この場合、冷却水熱交換器２１８を、ループの中の膨張器の出口で使用して、凝縮器２２４に入るより前にラインを冷却する。これが、高コストの圧縮機２０４を通る循環比率を下げる、低コストな方法である。

精製処理のキャンペーンモードにおいて使用されるヒートポンプのための作動流体は、典型的には、単一の炭化水素または炭化水素の混合物であって、その炭化水素または混合物の沸点が、第一の炭素数の沸点と第二の炭素数の沸点の間に入るようにする。これが、単一の炭素数で運転される通常の閉ループヒートポンプシステムとの違いである。その場合には、その作動流体が単一の炭素数に基づいて選択され、典型的には分離される炭化水素に近い性質を有している。本願のキャンペーンモード運転のための特定の閉ループシステムにおいては、循環流体としてｎ−ブタンを使用し、Ｃ_４処理またはＣ_６処理のいずれかにおいて運転されている異性化セクション中の精留塔の一方または両方に対してヒートポンプを適用する。ｎ−ブタンは、一方のモードにおける１−ブテン塔頂と、Ｃ_６処理モードにおける３−ヘキセン再沸器との間で沸騰する。さらに、伝熱流体として、流体の混合物を使用することもまた可能であることに注目されたい。その場合には、組成を調節して、その流体混合物の熱力学的な性質を最適化することも可能である。ヒートポンプのために必要なエネルギは、圧縮機を運転するためのエネルギであって、再沸器と凝縮器の熱負荷を一体化しているために、塔のみの場合よりは顕著に低い。両方の塔に適用される閉ループは、ループの中で直列になっている両方の再沸器を一体化し、次いで直列になっている凝縮器を一体化していて、それに従って圧縮機と膨張器の排出圧力を調整している。

プロセスパラメータ、装置のサイズなどにおける変動は、所望するブテン−１純度に依存するであろう。自動複分解によってヘキセン−３を製造する場合には、一般的には、極めて高純度のブテン−１を必要とはしない。精留塔は、たとえば９５％のブテン−１を生産できるように設計すればよく、製品の一部は軽質物のための自動複分解、リサイクルおよびヘキセン−３に使用し、別の一部は、別の精留塔に送って、高純度ブテン−１（ポリマグレード）を製造する。この場合、主たる例（ｍａｉｎ ｅｘａｍｐｌｅ）の脱ペンタン塔と追加のブテン−１精留のいずれもが、ヘキセン精製のためのキャンペーンモードで使用できるであろう。自動複分解へのフィードを塔のサイドドローとすることができるが、その一方で、塔頂では高純度のブテン−１であるということに注目されたい。

キャンペーンプロセスの、Ｃ_４処理とＣ_６処理との間で装置を共用するという重要な特徴を維持しながらも、その他いくつもの異性化および複分解方法を適用することができる。さらに、追加の精製処理ステップを使用したり、および／または代替えのフィード原料を使用したりすることができる。代替えプロセスの一つの非限定的な例としては、エチレンとブテンとの反応（エテノリシス）を含むさらなる複分解反応ステップを採用することが挙げられよう。自動複分解ステップへのフィードの品質（ブテン−２含量）に依存して、いくぶんかのプロピレンおよびペンテン−２が生成するであろう。ブテン−１とペンテン−２とを反応させてプロピレンとヘキセン−３とを生成させる、第二の自動複分解ステップも挙げることができよう。このさらなる自動複分解ステップは、たとえば、図２のライン７５またはライン８２を含むことになるであろう。反応器５２において製造されたペンテン−２を第二の自動複分解反応器に送って、より大量のヘキセン−３を作ることもできる。さらなる例としては、米国特許第４，７０９，１１５号明細書（ユング（Ｊｕｎｇ）ら、１９８７年１１月）に記載のプロセスが挙げられるが、そこでは複分解ステップが触媒蒸留塔の中で起きている。そのキャンペーンシステムにおいては、この変形形態が、Ｃ_４処理における触媒脱ペンタン塔として自明であり、触媒を不活性なビーズと置き換えて、Ｃ_６処理におけるＣ_６精留塔として運転している。

本明細書に記載されたキャンペーン精製処理方式は、他の精製処理ユニットと一体化させることもできる。たとえば、キャンペーンプロセスを、エチレンとブテン−２とを反応させてプロピレンを製造するための、従来からの連続式複分解ユニットと一体化させることができる。従来からの複分解プロセスでは、典型的には、エチレンと、ブテン−２を含む混合Ｃ_４ラフィネートストリーム（これは、図１のプロセスにおいて使用したのと同じＣ_４フィードラフィネートストリームであってもよい）とを、複分解反応器にフィードする。キャンペーン運転の自動複分解ステップにおいて製造されるエチレンおよびプロピレンを、次いで従来からの複分解ユニットの精留システムに送る。これにより、従来からの複分解反応へのフィードエチレンが効果的に得られ、プロピレン製品を与える。Ｃ_４のリサイクルは、第二の分離ステップから取り出され、反応器に戻される。図３におけるキャンペーンプロセスを一体化に組み入れるには、たとえば、パージストリームの１１８、１２６、および１７８を従来からの複分解プロセスの適切な位置にリサイクルさせることになるであろう。この一体化では同一のＣ_４ラフィネートフィードストリームを使用するので、いくつかの選択肢が存在する。一つの選択肢は、Ｃ_４ラフィネートの全量を一定に保つことが可能であり、したがって、従来からの複分解におけるいくぶんかのプロピレンの製造を、キャンペーンプロセスにおけるヘキセン−１の製造に転換させるというものである。第二の選択肢は、従来からの複分解プロセスからのプロピレンの製造は一体に保ち、キャンペーンプロセスからのブテン−１またはヘキセン−１の製造のための必要に応じて、Ｃ_４ラフィネートの流速を「スケールアップ」するものである。これらの選択肢からの製品流速の組合せを各種の中間的な値とすることも可能である。

キャンペーンプロセスを従来からの複分解と一体化させることには、二つの大きな利点がある。第一には、そのままでは分解反応炉で失われるか、その他の低価値な処分品となってしまうような、キャンペーンプロセスからのパージストリームのすべてを、従来からのプロセスにおいて回収することが可能である。具体的には、ストリーム７８のＣ_２〜Ｃ_３は、Ｃ_４ラフィネートフィードからアップグレードされたエチレンであり、従来からの複分解ユニットに対するフレッシュなエチレンの要求量を大幅に減らす。第二には、Ｃ_６処理の際には遊休状態になっている、キャンペーンプロセスの自動複分解反応器を利用することが可能である。さらなるＣ_４ラフィネートおよびエチレンが利用できるような場合には、キャンペーンプロセスがＣ_６相にある間に、それらを自動複分解反応器にフィードすることができる。必要な触媒を交換させることなく、複分解によってさらなるプロピレンを製造できるであろう。その追加のプロピレンは、従来からの複分解プロセスの分離装置にフィードして、回収することが可能である。この方法においては、運転年度の一部で、後付けの場合においては分離装置の過剰設計の限度まで、あるいは新規な一体化プラントの場合においては所望の量までのいずれかで、付加的にプロピレンを製造することが可能である。

第二の一体化の例においては、メタノールからオレフィンを製造するためのプロセス（ＭＴＯ）であって、直鎖状のオレフィンを含むＣ_４〜Ｃ_６ストリームを製造するプロセスを上流側に組み入れることができる。同様にして、エチレンのオリゴマ化を使用して直鎖状のアルファオレフィンを製造し、それがＣ_４からＣ_２０＋の偶数の炭素数のアルファオレフィンストリームを有するプロセスを組み入れることも可能である。複分解を組み合わせたキャンペーン精製処理方式を使用して、炭素数の分配を調整し、それによって市場動向に合わせて製品価値を最大化させることができる。たとえば、異性化ステップを使用してＣ_１０アルファオレフィンを異性化させて、いくつものＣ_１０内部オレフィンとすることができる。次いで複分解ステップにおいて、その内部オレフィンをエチレンと反応させて、より低い炭素数の一連のアルファオレフィンを製造することができる。これらは、キャンペーンモードにおいてか、またはＣ_１６アルファオレフィンのために使用し、その後でＣ_１０アルファオレフィンフィードを用いて運転する異性化／複分解プロセスにおいて、分離および生成処理することができる。

記述する特定のキャンペーンシステムには２本の精留塔が含まれる。１本は、Ｃ_４およびＣ_６の精留塔として使用され、異性化反応器と組み合わされている。第二のものは、脱ペンタン塔および第二のＣ_６精留塔として使用される。一つの実施態様においては、そのヒートポンプがＣ_４／Ｃ_６精留塔のみに設置され、脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔には従来からの用役が使用されている。また別な実施態様では、脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔におけるヒートポンプの使用が含まれる。さらなる構成においては、単一のヒートポンプループが全部の精留塔に通じている。キャンペーンプロセスの場合、このタイプのループは、Ｃ_４精留塔とＣ_４処理の際の脱ペンタン塔として運転され、次いでＣ_６処理の際には両方のＣ_６精留塔として運転されるが、ループの中での可能な順序は、再沸器−再沸器−凝縮器−凝縮器、または再沸器−凝縮器−再沸器−凝縮器である。さらに別な配置としては、それぞれの塔に一つずつのヒートポンプループを設ける。

図２の実施態様は、異性化システムの後に、精留塔のための塔２本のシステムを示している。その実施態様には、「外部」熱交換器の上に、ヒートポンプを有する一体化凝縮器／再沸器の選択肢をさらに含むことができる。この構成においては、塔圧力を調節して、たとえば、Ｃ_４精留塔の凝縮器を脱ペンタン塔の再沸器と一体化させることも可能である。次いでそのヒートポンプを、残りの熱交換器のより広い温度範囲にわたって、設けることができる。一体化させた凝縮器／再沸器は、より圧力が高い塔として運転される、上流もしくは下流いずれかの塔で使用することができる。

上で詳しく説明した実施態様においては、ヒートポンプの中で使用するための一つの好適な循環流体は、ｎ−ブタンである。この流体は、適切な圧力では、その沸点が塔の凝縮器および再沸器の範囲内であるために、有用である。このタイプのシステムでのまた別なヒートポンプは、炭化水素もしくはその他の流体の混合物を使用することができる。広い温度分布を有する塔では、ヒートポンプ流体の沸点範囲を拡大し、そのために、圧縮機と膨張器の排出圧力の差を最小化させるのに特に有用である。

Ｃ_４処理とＣ_６処理との間で、一定の循環速度を有するヒートポンプループは、低負荷の処理の場合には、圧縮機および／または膨張器排出圧力を緩和させて、幾分かの顕熱の使用も可能とすることができる。熱交換器１１８の存在下または非存在下で、さらなる冷却容量を低コスト（冷却水）で得るために、ヒートポンプループを設けることもまた可能である。熱交換器１１３の中で熱を除去することによって凝縮器と再沸器の負荷をバランスさせることに代えて、スチーム熱交換器を設置して、ループの逆側に熱を加えることも可能であろう。

ヒートポンプは、バッチシステムのいずれの精留塔に対しても展開することが可能である。そのことの結果として、Ｃ_４精留塔および脱ペンタン塔、ならびに２本のＣ_６精留塔の凝縮器と再沸器とを熱的に一体化することになるであろう。単一のヒートポンプループとすることも可能であるし、あるいはそれぞれの塔に一つのヒートポンプを有する独立した二つのループとすることも可能である。

開ループヒートポンプを用いて上述の変形形態の一つまたは複数を使用してもよい。開ループヒートポンプでは、塔底ストリームに対して、熱交換流体として塔頂ストリームを使用する。

また別な実施態様においては、２本の精留塔の圧力を調節して、たとえば、Ｃ_４精留塔の凝縮器を、脱ペンタン塔の再沸器と熱的に一体化させることもできる。次いで、Ｃ_４精留塔の再沸器および脱ペンテン塔の凝縮器の上でヒートポンプを使用することができる。

ループの中の流体の混合物を使用して、上で説明したヒートポンプ構成の一部または全部を採用してもよいが、その場合には、蒸発／凝縮の領域を純粋な流体の場合よりも広くできるであろう。圧縮機と膨張器排出圧力との間で必要とされる差、すなわち圧縮機のエネルギ消費量を下げることになるであろう。そのバッチシステムはさらに、Ｃ_４処理とＣ_６処理との間ではヒートポンプループにおいて異なった流体を使用するか、または、二つのループを使用する場合にはそれぞれのループで異なった流体を使用する可能性を示している。

以下の実施例を挙げているのは、本明細書に開示の実施態様のある種の特徴を示すためであるが、本明細書の範囲を限定しようとするものではない。

＜実施例１：高選択性ＷＯ_３触媒および一体化された２本の塔精留システムを採用した、キャンペーン自動複分解プロセス＞
図２に示した構成で、貯蔵タンク８４は使用するが貯蔵タンク４１を使用せずに、ブテンの異性化および自動複分解セクションを一つのユニットとして運転し、自動複分解セクションで製造されたｎ−Ｃ_６を一時的に貯蔵することについて、コンピュータシミュレーションを実施した。それに続けて、ブテン異性化セクションにおいて使用された装置を使用して、Ｃ_６異性化運転を行った。この方式においては、資本コストを低減させるために、Ｃ_６異性化装置のセットはまったく含まなかった。この実施例においては、キャンペーンプロセスにおいて、５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンが製造された。使用したブテンフィードを次の表１に示す。

キャンペーン運転シミュレーションにおいては、Ｃ_４異性化および自動複分解セクションを２０００時間運転して３−ヘキセンを製造し、それを一時的に貯蔵タンクの中に貯蔵し、さらに異性化させて１−ヘキセンとした。２０００時間かけて３−ヘキセンを製造した後で、Ｃ_４異性化および自動複分解運転を停止させ、蒸留塔および反応器を空にした。次いで、Ｃ_４異性化運転において使用したのと同一の装置を用いて、Ｃ_６異性化セクションの運転を５３３３時間実施して、貯蔵しておいた３−ヘキセンから１−ヘキセンを製造した。Ｃ_６異性化装置を省略することによって、資本コストが低減される。運転のためのそれらの特定の時間は、５０００ＫＴＡの１−ヘキセンの年間純生産量が得られるように選択した。

このプロセスは、連続自動複分解プロセスにおいて使用されるであろう方式と同一の方式に従った。１−ヘキセンをその異性体から分離することは、かなり困難な分離である。連続プロセスにおいては、この分離のために二本塔設計を使用している。同じ二本塔分離システムが、１−ヘキセンを他のＣ_６化合物から分離するためのバッチプロセスにおいて使用された。この装置は、ブテンの異性化にも使用されたので、同一の二本塔分離システムは同様に、１−ブテンを２−ブテンから分離させるのにも適用する。

ラフィネートＩＩのフィード組成物を表１に示している。Ｃ_４フィード中の１−ブテン含量は、Ｃ_４異性化反応器の運転温度である６５０゜Ｆにおける平衡ブテン比よりは高い（フィードＢ１／Ｂ２＝２．８、平衡Ｂ１／Ｂ２（６５０゜Ｆ）＝０．２８）。したがって、ラフィネートＩＩフィードをＣ_４分離塔システムに送って１−ブテンを分離した後に、ブテン異性化反応器に導入した。

Ｃ_４分離からの塔底製品には、２−ブテンおよびｎ−ブタンが主として含まれていた。この塔底製品ストリームを異性化反応器にリサイクルさせて、ｎ−ブテンの利用率を上げた。このリサイクルストリームから少量のパージを抜き出して、不活性成分、ｎ−ブタンおよびイソ−ブタンの蓄積を調節した。異性化反応器フィードは、高温の反応器製品と熱交換させた。反応器フィードを燃料燃焼炉の内部の反応温度にまでさらに加熱し、反応器に導入した。その反応器は、６５０゜Ｆ、１１７ｐｓｉａで運転されていた。その触媒は、ＭｇＯタブレットであった。異性化反応器におけるフィード比および２−ブテン転化率のデータを表２に示す。その反応生成物をブテン分離システムに送った。Ｃ_４異性化反応器および分離塔は、Ｃ_６異性化運転の場合も同様に使用した。

Ｃ_４分離システムは、二本塔システムを含んでいた。一つの塔の凝縮器を、第二の塔を再沸騰させるために使用する。その２本の塔は、圧力を変えて運転するので、この交換が可能となる。フィードをそれぞれの塔にある割合で分割することによって、エネルギ消費量を抑制しながらも、それぞれの塔での負荷をバランスさせている。第一の精留塔は８０段、第二の精留塔は７０段を有していた。ラフィネートＩＩフィードは、第二の塔の２４段目に入れた。ブテン異性化反応器製品を分割した。その一部を第一の塔の１５段目に入れ、他の部分を第二の塔の４８段目に入れた。１−ブテンが濃縮された第一の塔からの留出物製品を、第二の塔の３０段目に入れた。蒸気フィードの分割比とそれらの塔の運転圧力を調節することによって、塔１の凝縮器と塔２の再沸器との間のエネルギ交換が可能となった。最終的な留出物製品は、１−ブテンが９０ｍｏｌ％であり、それを自動複分解セクションに送って、さらなる精製処理を行った。１−ブテン製品ストリームには、イソ−ブタン（５．１重量％）、ｎ−ブタン（３．８重量％）、ｔｒ２−ブテン（１．２重量％）およびイソ−ブテン（０．１３重量％）が含まれていた。必要があれば、モノマグレードの１−ブテン（９９重量％）も、この分離システムで製造することが可能であろう。分離塔の詳細については、以下の表５に示す。

第二の精製処理ステップ（但し、まだＣ_４モードで運転中）において、ブテン異性化／分離システムからの１−ブテンを、自動複分解セクションに送って、ｎ−ヘキセンを製造した。このセクションにおいては、１−ブテンフィードを、分離器からリサイクルされた１−ブテンと混合し、高温の反応器製品と熱交換させた。反応器フィードを燃料燃焼炉の内部の反応温度にまでさらに加熱し、反応器に導入した。自動複分解反応器は、６００゜Ｆ、２７５ｐｓｉａで運転した。その触媒は、ＷＯ_３／高純度シリカであった。この反応器の内部では、１−ブテンがそれ自体と反応して、エチレンと３−ヘキセンとが生成していた。１−ブテンと２−ブテンとの間の副反応でプロピレンが生成し、さらに２−ペンテンも生成した。さらに、イソブチレンが１−ブテンと反応して、エチレンおよび２−メチル−２−ペンテン（ｉ−Ｃ_６オレフィン、ＢＰ＝６７．３℃）が生成した。起こりうるその他のイソブチレンの反応は、さほど問題ではないことがわかった。自動複分解反応器の中でｉ−Ｃ_６オレフィンが生成するのは、それが１−ヘキセン製品の純度に影響するので、望ましくない。したがって、ラフィネートＩＩフィード中でのイソブチレン濃度は極めて低く保った。少量のＣ_７およびＣ_８もまた、他の複分解反応により生成した。リサイクル、転化率、および反応生成物の組成を表３に示す。

自動複分解反応の生成物を脱ペンテン塔の中で分離した。脱ペンテン塔で塔底製品として３−ヘキセンを回収し、貯蔵タンクに送って、キャンペーンプロセスのＣ_６モードステップで使用した。自動複分解反応器の中で生成したｉ−Ｃ_６オレフィン、Ｃ_７およびＣ_８もまた、３−ヘキセンと共に移動した。脱ペンタン塔からの留出物は、脱プロペン塔に送ってさらなる分離を行わせた。軽質成分のエチレンおよびプロピレンを留出物として回収し、エチレンプラントにおける製品回収装置に送った。未反応の１−ブテンを塔底製品として回収し、自動複分解反応器にリサイクルして、ブテンの利用率を改良した。脱プロピレン塔からサイドドローストリームをパージして、自動複分解システムからの不活性成分のイソ−ブタンおよびｎ−ブタンを抜き出した。分離塔の詳細については、以下において説明する。

Ｃ_４異性化および自動複分解の運転が完了したところで、そのプロセスの運転を停止した。反応器と蒸留塔を空にして、Ｃ_６異性化運転に備えた。次いで、プロセスフローダイヤグラムに図示したようにして、Ｃ_６異性化運転を実施した。

ヘキセン異性化セクションは、ヘキセン異性化反応器およびヘキセン分離システムを含んでいて、Ｃ_４精製処理で使用したのと同一の装置を採用した。貯蔵タンクからの３−ヘキセンを、Ｃ_６分離システムからリサイクルされた２−ヘキセンおよび３−ヘキセンと混合し、高温の異性化反応器製品と熱交換させた。異性化反応器フィードを燃料燃焼炉の内部の反応温度にまでさらに加熱し、反応器に導入した。その反応器は、６５０゜Ｆ、５６ｐｓｉａで運転した。その触媒は、ＭｇＯタブレットであった。その反応器の製品は、ｃｉｓ−ｔｒａｎｓ異性体を含めた、１−ヘキセン、２−ヘキセンおよび３−ヘキセンの平衡混合物であった。ヘキセン分離システムの中でこの製品混合物を分離して、留出物製品としてポリマグレードの１−ヘキセンを得た（エネルギの一体化をしたその二本塔分離システムについては、先に説明した。）。塔底製品の２−ヘキセンおよび３−ヘキセンは、異性化反応器にリサイクルさせた。その分離システムから少量をパージして、Ｃ_６異性化システムから重質成分を除去した。分離塔の詳細については、以下の表６に示す。

自動複分解反応器からの２−メチル−２−ペンテンもまたヘキセン異性化セクションに送られ、そこでＭｇＯ触媒の異性化活性のためにその異性体、すなわち２−メチル−１−ペンテン、４−メチル−１−ペンテン、４−メチル−ｃｉｓ−２−ペンテンおよび４−メチル−ｔｒａｎｓ−２−ペンテンが得られた。２−メチル−２−ペンテン以外のｉ−Ｃ_６はすべてその沸点が１−ヘキセンよりも低いので、自動複分解反応器の中で生成したｉ−Ｃ_６はすべて、１−ヘキセン製品に同伴する。

自動複分解反応器の性能は、高選択性のＷＯ_３触媒についての実験データに基づいたものであった。この情報を、ＨＹＳＹＳシミュレーションに組み込んだ。転化率および選択率は、表１０に示した自動複分解反応器フィードから求めた。主反応（Ｃ_２＋Ｃ_６）への自動複分解選択率は、８７．０１であった。副反応（Ｃ_３＋Ｃ_５）への選択率は、１２．３７であった、イソブチレンの１−ブテンとの反応への選択率は、０．１５であった。自動複分解反応器においては、少量のＣ_７およびＣ_８も生成した。

Ｃ_６異性化反応器の性能は、実験データの相関性から得た。この相関関係を、ＨＹＳＹＳシミュレーションに組み込んだ。

５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンを製造する、バッチの場合の物質収支を以下に示す。物質収支の要約、さらにはキーとなるストリームの組成を以下の表に示す。

この実施例のバッチプロセスと同じフィード組成物を使用した５０ＫＴＡでの連続プロセスについての総括物質収支を比較すると、キャンペーンケースの場合には、主ストリームが比例的にスケールダウンしていることがわかる。分解装置および脱プロペン塔のサイドドローに向かうＣ_２／Ｃ_３にいくぶんかの差が認められ、それは脱プロペン塔の運転に起因していた。

５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンを製造するキャンペーンケースの検討の場合のエネルギ収支を以下に示す。ブテンの異性化セクション、自動複分解セクション、ならびにヘキサンの異性化セクションについてのエネルギ収支を示す。表１２には、２種の収支が示されている。「交換前」の表には、Ｃ_４またはＣ_６モードにおける塔の再沸器または凝縮器それぞれの負荷が列挙されている。「交換後」の表では、「交換前」の表から共通負荷（ｃｏｍｍｏｎ ｄｕｔｙ）を単純に差し引いてある。たとえば、Ｃ_４異性化（Ｉｓｏｍ）モードにおいては、塔１の凝縮器は６７３３ＫＷの負荷を有し、塔２の再沸器は６６７０ＫＷの負荷を有している。これらを互いに交換しているのだから、交換後の負荷はその差（６３ＫＷ）である。

注：
１．自動複分解においては、塔１が脱プロピレン塔であり、塔２が脱ペンテン塔である。
（ｉ）^＊：脱プロペン塔凝縮器は、−５℃冷凍冷却剤である。
（ｉｉ）^＊＊：脱ペンテン塔再沸器はＨＰＳである。
（ｉｉｉ）ＤｅＣ３上で（ｃ）１０００ＫＷのＣＷを交換して冷凍負荷を抑制。
２．Ｃ_４異性化において、塔１はＢＳ１（高圧力）であり、塔２はＢＳ２（低圧力）の塔である。
３．Ｃ_６異性化において、塔１はＨＳ１（高圧力）であり、塔２はＨＳ２（低圧力）の塔である。
４．２本塔システムにおけるエネルギの一体化は先に説明した。
ａ．Ｃ_４／Ｃ_６異性化システムにおけるＢＳ１／ＨＳ１凝縮器とＢＳ２／ＨＳ２再沸器との間での交換。これは、２本の塔のスプリットフィードシステムの内部凝縮器／再沸器システムのための交換である。

上の表１２に示したバッチプロセスについてのエネルギ収支は、以下の表１３に示す、同じ装置およびフィード組成物を使用した連続プロセスについてのエネルギ収支と比較することができる。

注：
１．自動複分解においては、塔１が脱プロペン塔（ＤｅＣ３）であり、塔２が脱ペンテン塔（ＤｅＣ５）である。
（ｉ）^＊：脱プロペン塔凝縮器は、−５℃冷凍冷却剤である。
（ｉｉ）^＊＊：ＤｅＣ５再沸器はＨＰＳである。
（ｉｉｉ）ＤｅＣ３上で（ｃ）２５００ＫＷのＣＷを交換して冷凍負荷を抑制。
２．Ｃ_６異性化において、塔１はＨＳ１（高圧力）であり、塔２はＨＳ２（低圧力）の塔である。
３．エネルギの一体化については、表１７で説明した。同様に、表２２にも注目されたい。
（ａ）Ｃ_６異性化システムにおけるＨＳ１凝縮器とＨＳ２再沸器の間の交換。
（ｂ）Ｃ_６異性化におけるＨＳ２凝縮器とＣ_４異性化におけるＢＳ再沸器との間の交換。

エネルギの一体化によって、全冷却水の所要量が５３％、ＬＰＳの所要量が５６％削減されたことに注目されたい。

バッチの場合においては、用役の使用量は、冷却水およびＬＰＳ以外では、比例的にスケールダウンしている。バッチ運転においては、エネルギ効率の高い二本塔Ｃ_６分離システムを採用している。しかしながら、バッチ運転であるために、Ｃ_６異性化塔とＣ_４異性化塔との間のエネルギの一体化は実施できなかった。このことが、バッチプロセスにおけるＣＷおよびＬＰＳの使用量の増大をもたらした。資本コストにおける節減が、用役コストの増大を埋め合わせる以上のものであると考えられる。詳しくは、プロセスを経済的評価することにより見出すことができる。

＜実施例２：キャンペーン自動複分解プロセス＞
先の実施例においては、５ＫＴＡの１−ヘキセンを製造するためのキャンペーンプロセスについて論じた。このプロセスにおいて、実施例１からの改良は以下の点にある。
１．Ｃ_４異性化プロセスにおいて、合計１５０段の二本塔システムから１００段の１本の蒸留塔に置き換えた。
２．自動複分解セクションにおいて、脱プロピレン塔を気液分離器に置き換えた。
３．Ｃ_６異性化プロセスにおいて、合計１５０段の二本塔システムから１００段の１本の蒸留塔に置き換えた（Ｃ_４異性化の場合に同じ）。脱ペンタン塔を第二の蒸留塔として機能させた。

二本塔分離システムをなくしたことが、プロセスにおけるエネルギの使用に影響を与えた。エネルギの一体化がなされなかったので、用役の消費量が増大した。さらに、脱プロピレン塔をなくしたことによって、パージフローが増大することとなった。しかしながら、経済性の分析からは、資本コストの節減が、用役コストの増大を埋め合わせる以上のものであることがわかった。このケーススタディにおいては、改良されたキャンペーンプロセスにおいて、５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンが製造された。

この検討に用いたブテンフィードは、先に表１に示したものである。このプロセスフロースキームを図３に示す。

ラフィネートＩＩフィードをＣ_４分離塔に送って１−ブテンを分離した後に、ブテン異性化反応器に導入した。図２におけるエネルギ一体化した二本塔システムから一本塔分離に置き換えて、蒸留塔１本と関連する装置をなくした。

自動複分解セクションにおいては、脱プロピレン塔から気液分離器へと置き換えた。脱ペンテン塔蒸気留出物は冷却して気液分離器に送った。軽質成分のエチレンおよびプロピレンを蒸気として回収し、エチレンプラントにおける製品回収装置に送った。未反応の１−ブテンを液体製品の形で回収し、自動複分解反応器にリサイクルして、ブテンの利用率を改良した。自動複分解装置のほとんどは自動複分解運転の間だけ使用したが、例外として脱ペンタン塔は、Ｃ_６異性化運転の際に同様に使用した。

Ｃ_４異性化および自動複分解の運転が完了したところで、そのプロセスの運転を停止した。反応器と蒸留塔を空にして、Ｃ_６異性化運転に備えた。Ｃ_６異性化運転は、図３に示したのと同じ装置を採用して実施した。

Ｃ_６異性化セクションにおいては、フローダイヤグラムに示したように２本の蒸留塔を用いてフィード混合物を分離した。第一の蒸留塔（ブテンスプリッター）により、９３％ヘキセン−１の留出物製品が得られた。塔底製品の２−ヘキセンおよび３−ヘキセンは、異性化反応器にリサイクルさせた。この蒸留塔からは少量の塔底パージを抜き出して、このＣ_６異性化システムから重質成分のＣ_７およびＣ_８を除去した。脱ペンテン塔を第二のヘキセン蒸留塔として機能させて、９３％のヘキセン−１フィードから、ポリマグレードのヘキセン−１を製造した。脱ペンテン塔についての規格は、塔底製品中に６５ｍｏｌ％の１−ヘキセンであった。この規格を緩和して、２および３−ヘキセンが塔底製品に持ち込まれて、ポリマグレードの１−ヘキセンが留出物製品として得られるようにした。この製品の流速は、留出物製品に比較して低いものであった。その脱ペンテン塔塔底を他の塔底製品と混合して、Ｃ_６異性化反応器へリサイクルさせた。脱ペンテン塔を第二のヘキセンスプリッターとして採用することによって、第一のヘキセンスプリッターの段数を１５０段から１００段へと低下させた。詳細は、以下の表に示す。

自動複分解反応器の性能は、高選択性のＷＯ_３触媒についての実験データに基づいたものであった。この情報を、ＨＹＳＹＳシミュレーションに組み込んだ。転化率および選択率は、表２１に示した自動複分解反応器フィードから求めた。主反応（Ｃ_２＋Ｃ_６）への自動複分解選択率は、８５．７であった。副反応（Ｃ_３＋Ｃ_５）への選択率は、１３．３であった。イソブチレンの１−ブテンとの反応への選択率は、０．１５であった。自動複分解反応器においては、少量のＣ_７およびＣ_８も生成した。

^＊注：Ｃ_６異性化バッチ運転の際には、脱ペンテン塔が第二のヘキセンスプリッタとして機能して、第一の分離塔の段数を減らすことができる。

５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンを製造する、バッチのケーススタディの物質収支を以下に示す。物質収支の要約、さらにはキーとなるストリームの組成を以下の表に示す。

連続プロセスと実施例２のプロセスとの総括物質収支を比較すると、キャンペーンケースの場合にはその主ストリームが比例的にスケールダウンしていることがわかる。脱プロピレン塔を省いたために、キャンペーンプロセスにおける分解装置へのＣ_２／Ｃ_３は、分解装置および連続の場合から接続された脱プロピレン塔サイドドローパージストリームのＣ_２／Ｃ_３と等価であった。このストリームはやや高い、約２％以上のラフィネートＩＩフィードが必要であった。

５ＫＴＡのポリマグレードの１−ヘキセンを製造するキャンペーンケースを検討した場合のエネルギ収支を以下に示す。ブテンの異性化セクション、自動複分解セクション、ならびにヘキサンの異性化セクションについてのエネルギ収支を示す。

実施例２のキャンペーンプロセスにおけるエネルギ消費量は、ある種のエネルギの一体化を省略することによって増大する。この実施例の改良されたキャンペーン運転においては、エネルギ効率が高い実施例１の二本塔Ｃ_６分離システムを単一の塔分離に置き換えて、資本コストを低減させた。表１２と表２３の結果を比較すると、実施例２の場合には冷却水および低圧スチームの使用量が約２倍になっていたことがわかる。これは、二本塔分離システムを省略したためである。改良されたバッチプロセスにおいて−５℃冷凍冷却を省くが、それは、運転コストにプラスの影響を与える。実施例２から、実施例１に比較して、バッチプロセスにおけるそれらの改良によって実現される資本コストの節減が、小スケールのプラントにおける用役コストの増大を埋め合わせる以上のものであることがわかる。

高選択率触媒を用いた５０ＫＴＡの連続のケースでの交換前の用役をまとめたのが、上の表１３である。５ＫＴＡの改良されたバッチの用役消費量は、ライナー比例規準のこの結果に極めて類似している。−５℃のような冷凍冷却を省略したために、燃料の使用量はわずかに少なくなった。冷却水およびＬＰＳの使用量は高くなっている。実施例１と比較して、実施例２において装置を減らすことによって実現された資本コストの節減は、５ＫＴＡのプラントにおける用役コストの増大を埋め合わせる以上のものである。

＜実施例３：ヒートポンプを採用したキャンペーンプロセス＞
ＰＲＳＶ物性推算式（ＰＲＳＶ ｐｒｏｐｅｒｔｙ ｐａｃｋａｇｅ）を使用した定常状態プロセスシミュレータＨＹＳＹＳを用いて、シミュレーションを実施した。Ｃ_４／Ｃ_６精留塔だけにヒートポンプを使用し、脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔には従来からの用役を使用して解析を行った。

この実施例においては、使用したプロセスは図３に示したものに図４に示したヒートポンプを加えたものに相当する。図４の精留塔２１４（図３の１１４に相当）からのＣ_４塔頂物は、９０ｍｏｌ％のブテン−１を含んでいた。異性化セクションにおける精留塔は１００理論段を有しており、２９．９の還流比で運転した。塔頂圧力は５７０ｋＰａであったが、Ｃ_４処理で運転している精留塔における温度分布を図５に示す。異性化セクションにおける精留塔でのリサイクル対フレッシュフィードの比率は、２．４対１であった。異性化反応器は３４３℃、２９４８ｋＰａで運転すると、ブテン−２からブテン−１への転化率は２１％であった。自動複分解は、３１５℃、１９５０ｋＰａで起こさせた。約３０％のヘキセン−３の転化率が得られた。３０理論段の脱ペンテン塔を、１２００ｋＰａ、還流比１．０で運転した。その脱ペンテン塔の温度分布を図６に示す。脱ペンテン塔からの塔底ストリームには、９８ｍｏｌ％のヘキセン−３が含まれていた。異性化反応器においては、約８．９％のヘキセン−１への転化が起きていた。図４における凝縮器２２４は図３における凝縮器１１７であり、図４の再沸器２０６は図３の再沸器１２３であることに注意されたい。

Ｃ_６精製処理には１００段の精留塔を使用し、Ｃ_６の場合の精留の還流比は８５．４、塔頂圧力は６０ｋＰａであった。塔頂ストリームの分離は、９２ｍｏｌ％ヘキセン−１であった。このストリームを精留塔に送ったが、その塔は、その前は脱ペンタン塔として運転していたものである。今やＣ_６処理をしているその第二の精留塔から得られる塔頂製品は、８．５ｍｏｌ％のヘキセン−１を含んでいた。精留塔は、還流比２８．１、塔頂圧力５０ｋＰａで運転した。その塔底ストリームは、異性化反応器にリサイクルさせた。Ｃ_６処理で運転しているときの第一精留塔および第二の精留塔の温度分布を、それぞれ図６および図７に示す。

圧縮機と膨張器は、Ｃ_４処理およびＣ_６処理いずれの場合でも、一定の排出圧力で運転すると仮定した。これを達成するためには、Ｃ_６精留塔の圧力を下向きに調節して、その温度分布がＣ_４精留塔の温度分布の範囲内に入るようにした。それぞれＣ_４用には５７０ｋＰａ、Ｃ_６用には６０ｋＰａの選択された圧力の場合の凝縮器および再沸器の温度を表２４に示す。

表２４における限界温度は、再沸器の温度では最高値、凝縮器の温度では最低値である。したがって、Ｃ_６精留塔が、圧縮機および膨張器両方の排出圧力を決定した。出口温度アプローチを、プロセス流体の出口温度とヒートポンプ流体の出口温度との差と定義したときに、３℃の出口温度アプローチを使用するには、圧縮機は、流体沸点を最低でも７５．１２℃にまで上げる必要があり、膨張器は、沸点を最低でも４３．７７℃まで下げる必要があった。ヒートポンプ流体としてｎ−ブタンを使用したとすると、それらの沸点温度とするのに必要な圧力は、表２５に見られるように、それぞれ９１６．３ｋＰａと４２０．９ｋＰａであった。両方の末端で限定的となるのはＣ_６精留塔であるので、Ｃ_４処理における凝縮器および再沸器は、３℃よりも高い温度アプローチを有しており、最も顕著なアプローチは再沸器における１７．２１℃である。

圧縮機と膨張器の圧力が一定であるので、熱交換器２１８の出口温度は、冷却水で達成可能な最低温度、３８℃に設定した。沸騰温度が一定であるので、３８℃にサブクールすることによって冷却能力が加わり、そのため、ヒートポンプを通過させる流体の循環速度が最小化される。したがって、循環速度は大きな熱負荷によって決まったが、それは凝縮器であった。凝縮器出口の蒸気比率（ｖａｐｏｒ ｆｒａｃｔｉｏｎ）を１に設定することによって、プログラムが循環速度を計算することが可能となり、再沸器出口の蒸気比率をゼロに設定することによって、熱交換器２１３により除去される熱が計算されたが、これが、再沸器と凝縮器との間の絶対的な熱負荷の差であった。

Ｃ_４精留塔の凝縮器と再沸器の負荷は、Ｃ_６精留塔の場合のそれらよりも高かった。処理に合わせてヒートポンプ循環速度を調節することにより精留塔の負荷を変化させて、圧縮機と膨張器の排出圧力（したがって、沸点）を一定に維持した。そのために、サイクル全般にわたって流体を完全に凝縮および蒸発させるための最低の循環速度を採用した。ヒートポンプの循環速度は、Ｃ_４精留塔の場合で２，３９３ｋｇｍｏｌ／ｈ、Ｃ_６精留塔の場合で１，６１５ｋｇｍｏｌ／ｈであった。表２６に、両方の塔における循環速度および熱負荷を示す。

バッチ運転のための精留塔の寸法の場合と同様にして、Ｃ_４処理およびＣ_６処理が、凝縮器および再沸器の両方で等しい熱交換器表面積を必要となるようにするのが望ましい。熱負荷における差は好都合であるが、その理由は、Ｃ_６運転によってもたらされる温度の制約のために、Ｃ_４精留塔の熱負荷が大きいことがＬＭＴＤが大きいということにつながっているからである。必要とされる熱交換器の表面積は、それぞれの熱交換器の熱負荷と温度アプローチが与えられれば、ＵＡを計算することによって近似させることが可能である。計算結果を表２７に示す。
ＵＡ＝Ｑ／ＬＭＴＤ

凝縮器や再沸器のいずれにおいても正確なマッチングができないにも関わらず、Ｃ_４運転とＣ_６運転とにおけるＵＡの差は、異なった数の熱交換器シェルを直列にして使用することによって補償されたということに注意されたい。ヒートポンプループにおける冷却水熱交換器である、熱交換器２１３および２１８においては、負荷における差は、冷却水の流速を変化させることによってバランスさせた。

この実施例においては、以下の方法によって、ヒートポンプのエネルギ消費量を最小とすることが達成された。
・Ｃ_４処理およびＣ_６処理の際に、圧縮機および膨張器が一定の排出圧力で運転されるという制約があるので、可能な限り最低の圧縮機排出圧力と可能な限り最高の膨張器排出圧力とを選択することにより、圧縮機の仕事量を最小とした。この方法においては、圧縮機の仕事の最小量は、膨張器によっては達成されない。これらの限界を設定するためには、ｎ−ブタンの沸騰温度を選択して、凝縮器および再沸器の最小の温度アプローチ（３℃）の範囲内になるようにした。
・熱交換器２１８において冷却水を使用して３８℃にまでサブクールさせてから、このストリームを凝縮器に導入した。このことによって、低コストの追加の冷却能力を最大化させて、必要とされる循環速度を抑制した。
・ヒートポンプサイクルの両方の部分でｎ−ブタンの潜熱のみを利用することによって、最小の循環速度を確保した。顕熱の領域に入る加熱または冷却は、質量あたりの規準では効率が悪く、そのために、より高い循環速度が必要となる。さらに、十分なだけの熱負荷が、熱交換器２１３の中で除去されて（圧縮機の仕事をしないのに等しい）、凝縮器と再沸器の負荷の差が補償された。Ｃ_６処理においては、循環速度を低下させて、より低い熱交換器負荷に合わせるようにすることも可能である。

＜実施例４：ヒートポンプ有無の場合のエネルギ消費量解析＞
この実施例においては、ヒートポンプを使用した場合と使用しなかった場合についてエネルギ消費量をシミュレートした。ヒートポンプを使用しない場合には、Ｃ_４／Ｃ_６精留塔と脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔のいずれもが、凝縮器および再沸器それぞれにおいて冷却水およびスチームが使用できるような温度分布を有している。ヒートポンプを使用する場合には、ヒートポンプ圧縮機を駆動するために、電気エネルギが必要であると想定した。別な方法としては、高圧スチームを使用することもできる。圧縮機のための用役の選択は、たとえばコスト、プラントの所在地、得られやすさなどいくつかの因子に依存するので、個別的な事情を基に検討するべきである。塔の凝縮器および再沸器では、さらなるエネルギを加える必要はない。熱交換器１１３および１１８においては、冷却水を使用することができる。ヒートポンプはＣ_４／Ｃ_６精留塔だけに適用したので、脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔＃２の用役については、従来からの場合からの変更はしなかった。

解析結果を表２８にまとめた。エネルギコストを計算して、Ｃ_４処理に２，０００時間、Ｃ_６処理に５，３３３時間運転するプロセスを１年間バッチ運転した場合について比較した。

表２８から、Ｃ_４精留塔および脱ペンタン塔の凝縮器では、それぞれ１３．９５ＭＷおよび２．０３ＭＷの冷却水負荷を使用するが、それに対して、２本のＣ_６精留塔は、それぞれ９．４２ＭＷおよび２．６５ＭＷを使用した。塔を冷却する負荷の評価額は、＄０．５０／ＭＢｔｕである。１年の運転では、

脱ペンタン塔以外のすべての再沸器は低圧（５０ｐｓｉｇ）スチームを使用するに十分な低い温度で運転され、その評価額は＄２．８０／メートルトンである。飽和水蒸気表から、５０ｐｓｉｇのスチームは、２１２１．６ｋＪ／ｋｇの蒸発潜熱を有している。

脱ペンタン塔の再沸器は１７８．８℃で運転されるために、中圧（１５０ｐｓｉｇ）スチームを必要とするが、その飽和温度は１８５．６℃である。中圧スチームの評価額は＄４．７０／メートルトン^４であり、１９９４．９ｋＪ／ｋｇの蒸発潜熱を有している。

ヒートポンプを使用しない場合の、年間の総用役コストは、＄５５０，０００であった。５ＫＴＡのヘキセン−１製品を製造する、ヒートポンプを使用しないバッチシステムでは、その用役コストは、＄０．１１０／ｋｇ−ヘキセン−１である。

シミュレーションにヒートポンプを組み入れると、ヒートポンプ圧縮機は、Ｃ_４精留塔で運転するときには、１．６０ＭＷ、Ｃ_６精留塔の場合には１．０８ＭＷを必要とする。断熱効率を７５％として、その電力値を計算した。その電気エネルギは、＄０．０２／ｋＷ−ｈ^４で評価した。

必要とされる冷却水は、Ｅ−１およびＥ−２のためのものである。従来からの場合と同じ数値を採用する。

従来からの場合と同様のままである、脱ペンタン塔／Ｃ_６精留塔における用役コストは、＄１２２，９００であった。Ｃ_４／Ｃ_６精留塔も含めた場合には、ヒートポンプの場合の総用役コストは、＄３４４，１００／年、あるいは＄０．０６９／ｋｇ−ヘキセン−１製品であった。

コストの計算を以下の表２９にまとめた。ヒートポンプを使用した場合には、従来からのエネルギ消費量の６１％の節減、およびエネルギコストの３７％の節減が生み出されたことに注目されたい。その節減は、＄０．０４１／ｋｇ−ヘキセン−１製品である。

５ＫＴＡのヘキセン−１を製造する１年のキャンペーン運転の場合の、ヒートポンプを使用するかしないかの二つのケースのエネルギ消費量およびコストを表３０にまとめた。ヒートポンプを組み入れることによって、従来からのケースの全負荷の６１％、用役コストの３７％が節約される。

まとめると、このキャンペーンプロセスは、従来の連続プロセスとは以下の点で異なっている。
１．Ｃ_４およびＣ_６精留塔／異性化反応器システムが、単一のユニットとして設計されている。そのシステムは、ある期間はＣ_４異性化／精留システムとして、他の期間はＣ_６異性化／精留システムとして運転される。
２．キャンペーン精製処理では、精留塔／異性化反応器システムを組み合わせたものが共用されている。このタイプの運転を可能とするためには、中間体貯蔵タンクが必要である。バッチシステムにおいては、まずＣ_４処理において精留塔／異性化反応器を運転してブテン−１を製造する。このブテン−１は、製品ブテン−１とすることも、次の自動複分解に送ることも、あるいはその両方とすることも可能である。自動複分解の流出物は、回収するための軽質物、Ｃ_４／Ｃ_５オレフィンのリサイクルストリーム、および貯蔵タンクに充填するヘキセン−３を生成する。次いでその精留塔／異性化反応器をＣ_６処理に転換させて、ヘキセン−１を製造する。
３．ある種の実施態様においては、第三の改良を行うが、それには、Ｃ_４運転とＣ_６運転の両方にマッチするように設定した作動伝熱流体組成物を含む閉ループヒートポンプが含まれる。２つの異なった炭素数システムに対して同一の閉ループシステムを使用している点が、ユニークである。キャンペーンモードにおいて運転することによっては、ブテンのスーパー精留塔とヘキセンのスーパー精留塔との間の相互交換（ｃｒｏｓｓ ｅｘｃｈａｎｇｅ）による用役節減の特色が利用できない。このことによって、改良された連続プロセスに比較して、単位ヘキセン−１製品あたりの用役の使用量が多くなってしまうであろう。用役コストの増加を打ち消すために、別な方法として循環伝熱ストリームを圧縮および膨張させて、再沸器および凝縮器の温度範囲内に入るように沸点を調節する。従来からの用役に代えて、これらの熱交換器においては、閉ループヒートポンプを使用する。流速および運転時間を加減して、精留塔／異性化反応器の組合せおよびヒートポンプの設計を、バッチシステムで使用するためのＣ_４処理およびＣ_６処理の両方に適用できるようにする。
４．資本コストをさらに削減する目的で、脱ペンタン塔を、ヘキセン−１精製のための低沸カット塔として使用する。高純度ブテン−１を製造するために必要とされる精留の負荷は、（それらそれぞれの異性体から）ヘキセン−１を製造するために必要とされる負荷よりも少ない。したがって、両方を処理するために設計された塔は、ヘキセン処理に合わせようとすると、ブテン処理では「過剰設備（ｏｖｅｒｓｉｚｅｄ）」とならざるを得ない。しかしながら、ある種の実施態様においては、ヘキセン−１運転の際には、脱ペンタン塔は稼働していない。したがって、この塔の精留能力を、ヘキセン−１精製のための精留能力をさらに加えることに使用することができ、それにより、主精留塔をブテン処理のためのサイズとして、さらなるコスト節減が可能となる。

本明細書に記載されたキャンペーンプロセスが従来からの連続プロセスに勝るメリットを与えるのは、次の３点である。第一に、キャンペーンプロセスにおいて共用される装置は、Ｃ_４処理およびＣ_６処理のための専用装置が必要なこととは対照的に、総資本コストを低減させる。ヒートポンプの追加は、キャンペーンプロセスそのものに対してコストを上乗せはするが、それを使用した結果、用役コストが低減される。第二に、プロセスのキャンペーン特性と、異性化技術のそれぞれの使用で運転時間を変化させる柔軟性とがあるために、市場動向の変化に合わせて、ブテン−１および／またはヘキセン−１の製造に変動を与えることが可能となる。第三に、ヒートポンプが、異性化流出物のリサイクルによってもたらされるエネルギ消費量の増大に対処して、異性化システム無しですませる低収率プロセスのそれに匹敵する用役コストを与える。

各種の上述およびその他の特徴および機能、またはそれらに代わるものが、その他多くのシステムまたは用途の中に組み込まれるのも望ましいということは、評価できるであろう。さらに、現時点では予見または予測できないような、代替え物、修正、変形形態またはそれらにおける改良が、今後当業者によりなされるかもしれないが、そのこのともまた、以下の特許請求項に包含されるであろうこともまた意図されているということに注目されたい。

Claims (28)

1. アルファオレフィンを製造するためのプロセスであって、
   第一の炭素数を有する内部オレフィンおよび第一の炭素数を有するアルファオレフィンを含むフィードストリームを得る工程、
   第一の異性化反応器において前記フィードストリームを異性化させて、前記第一の炭素数を有するアルファオレフィンの量を増加させ、第一の異性化流出物を形成させる工程、
   第一の精留塔において前記第一の異性化流出物を精留して、前記第一の炭素数を有する内部オレフィンを含む塔底ストリームおよび前記第一の炭素数を有するアルファオレフィンを含む塔頂ストリームを得る工程、
   前記塔頂ストリームを、複分解反応器中、各種条件下および第一の複分解触媒の存在下に触媒複分解にかけて、第二の炭素数を有する内部オレフィンおよびその他の炭化水素を含む混合オレフィン流出物を製造する工程、
   第二の精留塔において前記混合オレフィン流出物を精留して、前記その他の炭化水素の少なくとも一部を除去し、内部オレフィン中間体を得る工程、
   第一の異性化反応器を準備して、前記内部オレフィン中間体を受け入れる工程、
   前記準備された第一の異性化反応器の中で前記内部オレフィン中間体を異性化させて、増大した量の第二の炭素数を有するアルファオレフィンを含む第二の異性化流出物を形成させる工程、
   第一の精留塔を準備して、前記第二の異性化流出物を受け入れる工程、ならびに
   前記準備された第一の精留塔の中で前記第二の異性化流出物を精留して、前記第二の炭素数を有する内部オレフィンから前記第二の炭素数を有するアルファオレフィンを分離する工程、
   を含むプロセス。
2. 前記第一の精留塔からの塔底ストリームの少なくとも一部を、前記第一の異性化反応器にリサイクリングさせることをさらに含む、請求項１に記載のプロセス。
3. 第一の炭素数を有する前記オレフィンが、Ｃ_４〜Ｃ_６オレフィンからなる群より選択される、請求項１または２に記載のプロセス。
4. 第一の炭素数を有する前記オレフィンが、Ｃ_４オレフィンであり、そして第二の炭素数を有する前記オレフィンが、Ｃ_６オレフィンである、請求項１または２に記載のプロセス。
5. 前記第二の異性化流出物を精留するために、第二の精留塔または第三の精留塔を使用することをさらに含む、請求項１〜４のいずれか１項に記載のプロセス。
6. 第一の炭素数を有する前記アルファオレフィンの一部が、第一の精留塔から製品として抜き出される、請求項１〜５のいずれか１項に記載のプロセス。
7. 前記混合オレフィン流出物が、前記第一の炭素数を有する炭化水素を含み、前記プロセスが、前記混合オレフィン流出物から前記第一の炭素数を有する前記炭化水素を分離する工程、および前記分離された炭化水素を前記複分解反応器にリサイクルさせる工程をさらに含む、請求項１〜６のいずれか１項に記載のプロセス。
8. 前記第一の精留塔および／または前記第二の精留塔が、流出物凝縮器と塔底再沸器との間での熱交換を与える閉ループヒートポンプを採用する、請求項１〜７のいずれか１項に記載のプロセス。
9. 前記第二の異性化流出物を受け取るように前記第一の精留塔を準備する工程が、ヒートポンプの運転条件を調節することを含む、請求項８に記載のプロセス。
10. 前記閉ループヒートポンプが作動流体として、１種の炭化水素または複数の炭化水素の混合物を使用し、前記炭化水素または混合物の沸点が、前記第一の炭素数の沸点と前記第二の炭素数の沸点との間に入るようにする、請求項８または９に記載のプロセス。
11. 前記第一の炭素数のアルファオレフィンがブテン−１であり、前記第二の炭素数のアルファオレフィンがヘキセン−１であるときに、前記作動流体がｎ−ブタンである、請求項１０に記載のプロセス。
12. 前記ヒートポンプが、蒸発器をさらに含む、請求項８〜１１のいずれか１項に記載のプロセス。
13. 複分解において製造される前記その他の炭化水素がエチレンおよび／またはプロピレンを含み、前記混合オレフィン流出物を精留することが、エチレンおよび／またはプロピレンの少なくとも一部を製品として抜き出すことを含む、請求項１〜１２のいずれか１項に記載のプロセス。
14. 複分解において製造される前記その他の炭化水素がエチレンを含み、第二の複分解触媒の存在下に前記エチレンをブテンと反応させてプロピレンを製造することをさらに含む、請求項１〜１２のいずれか１項に記載のプロセス。
15. 前記混合オレフィン流出物がペンテン−２を含み、前記ペンテン−２をブテン−２と反応させて、プロピレンおよびヘキセン−３を形成させることをさらに含む、請求項１〜１４のいずれか１項に記載のプロセス。
16. 前記第一の異性化反応器および前記第一の精留塔を準備している間に第一の貯蔵タンクの中に前記内部オレフィン中間体を貯蔵する工程、次いで準備の後に、前記内部オレフィン中間体を、前記第一の貯蔵タンクから前記第一の異性化反応器へと移動させる工程をさらに含む、請求項１〜１５のいずれか１項に記載のプロセス。
17. 前記第一の異性化反応器および前記第一の精留塔を準備している間に、第一の炭素数を有する前記内部オレフィンを含む塔底ストリームを第二の貯蔵タンクの中に貯蔵する工程、次いで準備の後に、前記内部オレフィン中間体を、前記第二の第一貯蔵タンクから前記複分解反応器に移動させる工程をさらに含む、請求項１〜１６のいずれか１項に記載のプロセス。
18. ヘキセン−１を製造するためのプロセスであって、
    ブテン−１およびブテン−２を含むＣ_４フィードを得る工程、
    第一の異性化反応器においてブテン−２を異性化させてブテン−１とし、第一の異性化反応器流出物を形成させる工程、
    第一の精留塔において前記第一の異性化反応器流出物を精留して、ブテン−１を含む塔頂ストリームおよびブテン−２を含む塔底ストリームを形成させる工程、
    第一の複分解反応器中、各種条件下および第一の複分解触媒の存在下に、前記塔頂製品の少なくとも一部を触媒複分解にかけて、エチレンおよびヘキセン−３を含む混合オレフィン流出物を製造する工程、
    第二の精留塔において前記混合オレフィン流出物を精留して、ヘキセン−３を含むヘキセンストリームとエチレンを含む塔頂製品ストリームとを形成させる工程、
    前記第一の異性化反応器を準備して、前記ヘキセンストリームを受け入れる工程、
    前記ヘキセンストリームを異性化させて、ヘキセン−１とヘキセン−２と残存しているヘキセン−３とを含む第二の異性化流出物を形成させる工程、
    前記第一の精留塔を準備して、前記第二の異性化流出物を受け入れる工程、ならびに
    前記準備された精留塔の中で前記第二の異性化流出物を精留して、ヘキセン−１ストリームを得る工程、
    を含むプロセス。
19. メタノールまたはエチレンのオリゴマ化プロセスを含む反応から、前記Ｃ_４フィードを得る、請求項１８に記載のプロセス。
20. 前記第一の精留塔の塔頂ストリームから、ブテン−１の少なくとも一部をブテン−１製品として抜き出す工程をさらに含む、請求項１８または１９に記載のプロセス。
21. 第二の複分解触媒の存在下に前記ブテン−１製品をペンテン−２と反応させて、プロピレンおよびヘキセン−３を製造することをさらに含む、請求項１８または１９に記載のプロセス。
22. 第二の複分解触媒の存在下に、前記第一の精留塔の塔底ストリーム中のブテン−２の少なくとも一部をエチレンと反応させて、プロピレンを製造することをさらに含む、請求項１８〜２１のいずれか１項に記載のプロセス。
23. 前記塔底ストリームの少なくとも一部を、前記第一の異性化反応器にリサイクルさせることをさらに含む、請求項１８〜２２のいずれか１項に記載のプロセス。
24. アルファオレフィンを製造するためのシステムであって、
    第一の炭素数を有するオレフィンの第一のバッチを異性化させて第一の異性化反応器流出物を形成させ、次いで第二の炭素数を有するオレフィンの第二のバッチを精製処理して第二の異性化反応器流出物を形成させるように構成した第一の異性化反応器、
    前記第一の異性化反応器よりも下流に位置する複分解反応器であって、前記第一の異性化反応器流出物を不均化させて、複分解反応生成物を形成するように構成されている複分解反応器、
    前記異性化反応器より下流に位置していて、前記第一および第二の異性化反応器流出物を個別に精留するように構成された、第一の精留塔、
    前記複分解反応器より下流に位置していて、前記複分解反応生成物から軽質炭化水素を除去するための、第二の精留塔、
    前記第一または第二の精留塔より下流に配された貯蔵タンク、ならびに
    前記貯蔵タンクを、前記第一の異性化反応器の入口および／または前記複分解反応器の入口に接続する、貯蔵タンク出口ライン、
    を含むシステム。
25. 前記第一の精留塔が、２本の分離した精留塔を含む、請求項２４に記載のシステム。
26. 前記第二の精留塔が、前記第二の異性化反応器流出物を精留するための、さらなる精留能力を備えているように構成されている、請求項２４または２５に記載のシステム。
27. 前記第一の精留塔および／または第二の精留塔が、凝縮器および再沸器を含む精留サブシステムの一部であり、前記凝縮器および再沸器がヒートポンプを形成している、請求項２４〜２６のいずれか１項に記載のシステム。
28. 前記ヒートポンプが、精留塔に付属した蒸発器をさらに含む、請求項２７に記載のシステム。