NO329239B1 - Fremgangsmate for selektiv fremstilling av DIB fra en i-butenholdig C<N>4</N>-strom - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte for selektiv dimerisering av i-buten som er til stede i et C4-raffinat I og innbefatter trinnene med en første hydroisomerisering av raffinat I, en etterfølgende fjerning av 2-buten og n-butan ved destillasjon i en kolonne og selektiv dimerisering av en del av det i-butenholdige produktet fra kolonnens topp.

Dimerene av i-buten er 2,4,4-trimetyl-l-penten og 2,4,4-trimetyl-2-penten. De inneholder hver en dobbeltbinding og kan føres til okso-prosessen eller til forestring, for eksempel for fremstilling av isononylalkohol fra diisobutylen (DIB) og deretter dinonylftalat eller, i tilfelle for direkte forestring av DIB, dioktylftalat som benyttes som myknere for termoplaster. Triisobuten kan også prosesseres for fremstilling av dodecylmerkaptan, et gummihjelpestoff. Til slutt skal nevnes tilsetning av DIB eller oktaner avledet derfra ved hydrogenering til motordrivstoff.

Det er allerede kjent at i-buten kan oligomeriseres over mange elektrofile katalysatorer (Olah, Molaur, Hydrocarbon Chemistry, Wiley, 1995). Prosesser som benytter sure ionevekslere eller pentasilzeolitter har f.eks blitt beskrevet. En ulempe med disse metodene er den lave selektiviteten til DIB, fordi prosessene alltid ikke bare danner hovedproduktet, men også høyere oligomerer av i-buten, nemlig triisobuten (C12), tetra-isobuten (Ci6), pentaisobuten (C20) og så videre, hvis andeler avtar ytterligere med stadig økende oligomeriseringsgrad. En slik prosess må etterfølges av en separering av de dannede komponentene.

Dersom tilførselsstrømmen ikke bare inneholder i-buten, men også 1-buten eller 2-buten, avtar selektiviteten til DIB ytterligere fordi Cg produkter dannes samtidig fra i-buten og 1-buten eller 2-buten (kjent som kodimerer) ved høye omdannelser. På grunn av deres umiddelbare nærhet i kokepunkt til det av DIB kan disse ikke frasepareres til en forsvarlig kostnad og representerer således en tapskilde i prosessen.

Av denne grunn er det ønskelig med prosesser som har en meget høy selektivitet til DIB. En måte å øke selektiviteten på er sterk fortynning av i-buten med oktaner og oksygenforbindelser som beskrevet i US 5 877 372. Ureagert i-buten og inerte stoffer må imidlertid frasepareres og sirkuleres i denne prosessen.

En annen metode er beskrevet i EP 0 008 860 Al hvor katalysatoren er anbrakt i tråd-nettlommer i en destillasjonskolonne. I denne prosessen blir raffinat I som har et i-buteninnhold på ca 50 % og et 1-buteninnhold på 25 % prosesser ved lave trykk. Til tross for dette er kodimerene som er praktisk talt umulig å fraseparere, hoved-biproduktene. I tillegg må lave i-butenomdannelser og således i-butentap aksepteres i denne prosessen.

EP 0 850 904 Al beskriver separering av 1-buten og 2-buten fra i-buten i C4 raffinat I ved passende kobling av hydroisomeriseringsreaktorer til forskjellige destillasjons-kolonner. Formålet her er imidlertid å isolere en menget ren i-butenstrøm.

DE 196 46 405 Al beskriver selektiv oligomerisering av i-buten fra en l-/2-butenholdig ekstrøm, hvor den spesielt besværlige 1-buten omdannes til 2-buten ved hydroisomerisering og hvor 2-butenen separeres fra i-butenen ved destillasjon. Den resulterende i-butan/i-buten-strømmen oligomeriseres over en heterogen syrekatalysator i en reaktor. Det dannes praktisk talt ingen kodimerer som er vanskelig å fjerne, men Cn-oligomerer utgjør hovedproduktet.

På denne bakgrunn er det et formål med foreliggende oppfinnelse å forbedre de kjente prosessene slik at DIB kan fremstilles i høye omdannelser og med høy selektivitet fra en strøm innbefattende i-buten, 1-/2-buten og butaner. Dette formålet oppnås ved en fremgangsmåte som har de trekk som er spesifisert i medfølgende krav 1.

Oppfinnelsen vedrører således en fremgangsmåte for fremstilling av diisobutylen (DIB) fra et i-butenholdig C4 raffinat I som innbefatter trinnene a) utsettelse av C4 raffinat I for en første hydroisomerisering (A) over en edelmetallkatalysator, hvor dette utføres ved 30-90°C, fortrinnsvis 50-60°C, ved 5-30 bar, fortrinnsvis 10-20 bar, ved en LHSV på 1-30 h"<1>, fortrinnsvis 5-30 h"<1>, og anvendelse av 3-20 standard liter av gassformig hydrogen per liter av flytende C4 raffinat I, hvilket er over den mengde hydrogen som er nødvendig for hydrogeneringen av sterkt umettede forbindelser i nevnte C4 raffinat I;

b) fraksjonert destillasjon av hydroisomeriseirngsproduktet fra a) i en fraksjoneirngskolonne (B), hvor denne utføres ved 5-25 bar, fortrinnsvis 8-12 bar, og den temperatur som etableres under dette trykket og hvor 2-buten

og n-butan uttas som destillasjonsrester og i-buten og i-butan uttas ved toppen;

c) eventuelt uttak av en sidestrøm fra denne fraksjoneringskolonnen (B), fortrinnsvis over innløpet, fortrinnsvis ved kolonnens midtnivå, og utsettelse

av denne for en annen hydroisomerisering (C) over en edelmetallkatalysator, hvor denne hydroisomeirseringen utføres ved 30-90°C, fortrinnsvis 50-60°C, ved 5-30 bar, fortrinnsvis 10-20 bar, ved en LHSV på 1-30 h"<1> og anvendelse av 3-20 standardliter gassformig hydrogen per liter av C4 raffinat I og hvor hydroisomeriseringsbetingelsene i a) og c) er identiske eller forskjellige; idet hydroisomeriseringsproduktet resirkuleres til fraksjoneringskolonnen benyttet i b), fortrinnsvis over uttakspunktet;

d) kondensering av produktet fra toppen av kolonnen i b), oppdeling av dette i to deler og utsettelse av den første delen for en tredje hydroisomerisering (D)

over en edelmetallkatalysator, hvor denne hydroisomeirseringen utføres ved 30-90°C, fortrinnsvis 50-60°C, ved 5-30 bar, fortrinnsvis 10-20 bar, ved en LHSV på 1-30 h"<1>, fortrinnsvis 5-30 h"<1>, og anvendelse av 0,3-20 standard liter gassformig hydrogen per liter kondensat og hvor hydroisomeriseringsbetingelsene i a) og d) er identiske eller forskjellige og hvor hydroisomeriseringsproduktet fra d) resirkuleres til fraksjoneringskolonnen i b), fortrinnsvis i dens øvre tredjedel;

e) innføring av den andre delen av det kondenserte produktet fra toppen av kolonnen i b) i en reaktiv kolonne (E) i hvilken C4-hydrokarbonene

fordampes fortrinnsvis ved 50-100°C og føres over en sur heterogen katalysator over hvilken i-butenen dimeriseres, hvor dimeriseringen fortrinnsvis utføres ved 40-100°C, ved 3-30 bar, fortrinnsvis 5-20 bar, og ved en LHSV på 5-50 h'<1>.

Katalysatoren kan være til stede i et spesielt kolonnefyllmateriale, for eksempel i et kommersielt tilgjengelig fyllmateriale av typen MONTZ Multipak I som muliggjør separering av DIB fra tilførselsstrømmen. Inerte C4-hydrokarboner kan således kondenseres ved den reaktive kolonnens topp, hvor en del av dette kondensatet kan resirkuleres til kolonnen for fjerning av reaksjons varmen og hvor den andre delen kan uttas, og hvor dimeriserings-produkter, dvs Cg-hydrokarboner, kan uttas ved den reaktive kolonnens

bunn.

I foreliggende fremgangsmåte blir således C4-strømmen i stor utstrekning frigjort for 1-buten og 2-buten og deretter dimerisert over en sur katalysator anordnet i en reaktiv kolonne. Tilførselsstrømmen til denne reaktive kolonnen inneholder butaner i tillegg til 1- buten, hvilket gjør at reaksjonstemperaturen i det fikserte sjiktet regulerbar ved fjerning av reaksjons varmen. Fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen adskiller seg fra den prosessen som er kjent fra DE 196 46 405 Al spesielt når det gjelder trinnene c)

(eventuelt) og e).

Som i-butenholdig C4 blanding er det mulig å benytte et C4 raffinat I som er oppnådd fra råolje-C4 destillasjonsfraksjonen i et krakkingsprodukt ved fjerning av 1,3-butadienen som er til stede deri ved ekstraksjon og økonomisk anvendelse derav. Denne ekstraksjonen fjerner også andre sterkt umettede hydrokarboner, for eksempel vinylacetylen, 1,2-butadien og andre acetylenforbindelser, fra råolje C4 destillasjonsfraksjonen. Nevnte C4 raffinat I oppnådd etter ekstraksjonen inneholder fremdeles mindre mengder av sterkt umettede forbindelser. De fremherskende komponentene i C4 raffinat I er n-butan, i-butan, 1-buten, 2-buten (cis og trans) og i-buten. C3- og C5-hydrokarboner kan også være til stede i mindre mengder.

Den første hydroisomeriseringen som reaksjonstrinn a) i foreliggende fremgangsmåte utføres ved en temperatur på 30-90°C, fortrinnsvis 30-80°C spesielt foretrukket 40-60°C, og et trykk på 5-30 bar, fortrinnsvis 10-20 bar. En LHSV (væskeromhastighet per time) på 1-30 h"<1>, fortrinnsvis 5-30 h"<1>, spesielt foretrukket 5-12 h"<1>, benyttes. Mengdene av tilsatt gassformig hydrogen må fjerne de ovennevnte sterkt umettede forbindelsene og også være til stede for hydroisomeriseringen. Delvis hydrogenering av de sterkt umettede hydrokarbonene danner monoumettede hydrokarboner som allerede er til stede i nevnte C4 raffinat I. Mengden av hydrogen som er nødvendig for å eliminere de sterkt umettede hydrokarbonene avhenger av de mengdeforhold i hvilke de er til stede i tilførselen og kan lett bestemmes ved analytiske metoder som er kjente for fagfolk innen teknikken. Den ytterligere mengde hydrogen som er nødvendig over denne mengden er 2- 15 standard liter, fortrinnsvis 3-10 standard liter av gassformig hydrogen per liter flytende raffinat I.

For hydroisomeirseringen er C4 raffinat I i flytende tilstand. Det kan føres over katalysatoren fra toppen og nedover i overrislingsmodus, eller den katalysatorholdige reaktoren forsynes fira bunnen og oppover i oversvømmet modus. Den gassformige hydrogenet kan føres i medstrøm eller i motstrøm til nevnte C4 raffinat I. Reaktoren drives fortrinnsvis i den oversvømmede modus og hydrogenet føres fortrinnsvis gjennom den i medstrøm.

Alle edelmetall-hydrogeneringskatalysatorer er egnet for hydroisomeriseringen. Mulige edelmetaller er Ru, Rh, Pd, Ir, Pt, fortrinnsvis Ru, Pd, Pt, spesielt foretrukket Pd. Som bærermaterialer på hvilke edelmetallene kan påføres er det mulig å benytte AI2O3 i forskjellige modifikasjoner, SiC>2, karbon, kiselgur, BaSC>4 og andre salter. Det har blitt funnet nyttig å regulere aktiviteten til edelmetallene av ovennevnte type ved tilsetning av svovelforbindelser.

I reaksjonstrinn b) i foreliggende fremgangsmåte gjennomgår hydroisomeirserings-produktet fra a) som nå innbefatter i-buten og 2-buten som hovedkomponenter, fraksjonert destillasjon. Denne utføres ved et trykk på 5-25 bar og de temperaturer som etableres under destillasjonsbetingelsene. Ved et spesielt foretrukket kolonnetrykk på 11 bar er den temperatur som etableres ved kolonnens topp typisk 73°C og den som etableres ved kolonnens bunn er typisk 78°C. Det er også foretrukket at reaksjons-trinnene a), b), c) og d) i foreliggende fremgangsmåte utføres ved det samme trykket, og temperaturene blir i hvert tilfelle tilpasset til behovene.

Over det punkt ved hvilket hydroisomeriseringsproduktet tilføres til destillasjonskolonnen blir en delstrøm av produktet fortrinnsvis tatt fra kolonnen og, i trinn c), utsatt for en annen hydroisomerisering i en sidestrømreaktor. Som i det første hydroisomeriseringstrinnet foretrekkes anvendelse av en LHSV på 1-30 h"<1>, spesielt foretrukket er 5-25 h"<1>. Væsken kan føres gjennom reaktoren fra toppen og nedover eller også fortrinnsvis fra bunnen og oppover i det andre hydroisomeriseringstrinnet, idet hydrogenet likeledes kan føres i medstrøm eller i motstrøm. Mengden av hydrogen som innføres kan være lavere enn i den første hydroisomeriseringen, fordi dienforbindelser ikke lenger behøver forventes i den andre reaktoren. Produktet returneres til kolonnen umiddelbart over uttakspunktet. 2-butenen som dannes i det andre hydroisomeriseringstrinnet går til kolonnens bunn. Uttak og gjeninnføring av produkt fira/til denne andre hydroisomeriseringen utføres fortrinnsvis ved den halve høyden til destillasjonskolonnen beskrevet under b).

Bunnproduktet som oppnås fra reaksjonstrinn b) er en blanding av hovedsakelig n-butan og 2-buten. Mengden av 2-buten består av 2-butenen som opprinnelig er til stede i nevnte C4 raffinat I og den 2-buten som dannes ved hydroisomerisering av 1-buten. Produktet som fjernes ved toppen av destillasjonen b) i foreliggende fremgangsmåte består vesentlig av i-buten og i-butan og mindre mengder i-buten. Den kondenseres og oppdeles deretter i to deler. Den første delen blir, i reaksjonstrinn d), tilført til en tredje hydroisomerisering som likeledes utføres under de betingelser som er spesifisert for første og andre hydroisomeriseringer.

Forholdet for de to delstrømmene av det kondenserte produktet fra toppen av fraksjoneringskolonnen fastsettes slik at 10-50 volumdeler, fortrinnsvis 25-35 volumdeler, tilføres som første del til den tredje hydroisomeriseringen d), basert på 1 volumdel tilført som den andre delen til dimeriseringen beskrevet under e). Siden denne andre delen sammen med destillasjonsrestene fra fraksjoneringskolonnen tilsvarer det totale volum av C4 raffinat I tilført til den første hydroisomeriseringen, blir strømmen av materialet gjennom foreliggende fremgangsmåte påført en sirkulasjon gjennom nevnte andre og tredje hydroisomeriseringsreaktorer og fraksjoneringskolonnen som på den ovenfor beskrevne måte tilsvarer 10-50 ganger den delstrøm som tilføres til dimeriseringen.

I reaksjonstrinn e) i foreliggende fremgangsmåte blir den andre delen av det kondenserte produktet fra kolonnens topp tilført til dimeriseringen i en reaktiv kolonne. Som katalysatorer for dimeriseringen anvendes heterogene, uorganiske eller organiske katalysatorer, for eksempel sure zeolitter, silikageler og sur AI2O3, sure silikater i plateform og silikater i nettverkform, syredopede bærermaterialer eller gel-lignende eller makroporøse kationvekslere i H+ formen. Katalysatoren er til stede i et fyllmateriale, og C4 fraksjonen føres i gassform gjennom katalysatorfyllmaterialet ved temperaturer fira 40 til 100°C. i-butenen dimeriserer over katalysatoren, de inerte butanene kondenserer ved kolonnens topp og returneres som tilbakeløp. Dette tilbakeløpet som innbefatter inerte C4-hydrokarboner holder temperaturen over katalysatoren konstant ved hjelp av den reaksjonsvarmen som fjernes ved fordampning av de inerte butanene.

Fig 1 viser som eksempel et apparat for utførelse av foreliggende fremgangsmåte.

Flytende C4 raffinat I som er kjennetegnet ved et innhold av i-buten som skal

dimeriseres, tilføres via ledning 1 til en første hydroisomeringsreaktor A som er forsynt med et fiksert sjikt av edelmetall-hydrogeneringskatalysator. Den nødvendige mengden av H2 innblandes i nevnte C4 raffinat I via ledning 2. A er i en oversvømmet tilstand og reaksjonsblandingen føres gjennom den fra bunnen og oppover. Det første hydro-isomerisatet som forlater A transporteres via ledning 3 til destillasjonskolonnen B

(fraksjoneringskolonne) fra hvilken det uttas en blanding innbefattende vesentlig n-butan og 2-butan som destillasjonsrestprodukt 4.

En delstrøm fra kolonne B, som innbefatter hovedsakelig n-butan, i-buten og 2-buten og også noe 1-buten, uttas via ledning 5, blandes med H2 via ledning 6 og hydro-isomeriseres for andre gang i reaktoren C. Produktstrømmen fra reaktoren C returneres via ledning 7 til kolonnen B. Uttaksledningen 5 er fortrinnsvis plassert ved midten av kolonnen B, og returledningen 7 går inn i kolonnen fortrinnsvis like over uttaksledningen 5.

Produktet som tas fra toppen av reaktoren B via ledning 8 innbefatter hovedsakelig i-buten og butaner sammen med små mengder av 1-buten og 2-buten. Denne strømmen oppdeles i to deler og den første delen mates via ledning 9 til en tredje hydroisomerisering i reaktoren D. H2 tilsettes via ledning 10. Produktet av denne tredje hydroisomeriseringen transporteres via ledning 11 fra reaktoren D tilbake til kolonnen B.

Den andre delen av strømmen fra toppen av kolonnen transporteres via ledning 12 til kolonnen E hvor dimerisering utføres. Mengdeandelen som transporteres via ledning 9 er alltid større enn den som transporteres via ledning 12. Den sure katalysatoren er til stede i et fyllmateriale over det punkt ved hvilket ledning 12 kommer inn i kolonnen E. DIB-materialet og biproduktene tas ut via ledning 13 ved bunnen av kolonnen E og kan separeres ved destillasjon. De inerte C4-hydrokarbonene kondenseres ved toppen av kolonnen (ledning 14) og størstedelen returneres via ledning 15 for fjerning av reaksjonsvarmen. Overskudd inerte materialer kan føres ut via ledning 16.

Eksempel la: Hydroisomerisering av 1-buten til 2-buten

En hydroisomeriseringsreaktor som ble forbundet slik som A i fig 1 til de ytterligere apparatene som vist i fig 1 ble aktivert ved 70°C i 24 timer ved bruk av 200 standard l/h av hydrogen. Den ble deretter drevet ved 55°C ved bruk av 15 standard l/h av hydrogen og 1300 g/h av tilførsel. Resultatene som er angitt i tabell 1 ble oppnådd:

Eksempel lb: Destillasjon

En destillasjonskolonne med en lengde på 4 m og en indre diameter på 50 mm, fylt med 6 mm trådnettringer (antall teoretiske plater: 48), som ble forbundet slik som B til de andre apparatene vist på fig 1, ble forsynt kontinuerlig med 1297 g/h av hydro-isomerisert raffinat I. Ved et trykk på 11 bar, en temperatur ved toppen på 68,5°C og en temperatur ved bunnen på 77,8°C, ble det oppnådd 374 g/h av produkt fra toppen, 9650 g/h av tilbakeløp og 923 g/h av destillasjonsrester.

Eksempel lc/d: Hydroisomerisering

Over produktinnløpet inn i B ble det tatt en delstrøm fra kolonnen og ført gjennom en annen hydroisomeriseringsreaktor som var forbundet slik som C til de ytterligere apparatene vist på fig 1. Tilbakeløpet fra eksempel lb ble, før det ble returnert til kolonnen B, ført gjennom en ytterligere hydroisomeriseringsreaktor som var forbundet slik som D til de ytterligere apparatene vist på fig 1. Følgende reaksjonsbetingelser ble fastsatt: Reaktor C: 1,425 1 katalysator, Pd på aluminiumoksid (Procatalyse), aktivert som i eksempel la, 4400 g/h av tilførsel, LHSV: 5 h"<1>, temperatur: 55°C, trykk: 11 bar, 35 l/h av H2.

Reaktor D: 0,715 1 av katalysator, 9650 g/h av tilførsel, LHSV: 22 h"<1>, temperatur: 52°C, trykk: 11 bar, 15 l/h av H2. Produktet fra toppen tilsvarte sammensetningen av tilførselen i eksempel le.

Eksempel le: Dimerisering av i-butenen i C4 strømmen ifølge oppfinnelsen

Den reaktive kolonnen som ble forbundet slik som E på fig 1 til de ytterligere apparatene vist på fig 1, ble drevet under følgende betingelser og ga de resultater som er angitt i tabell 2:

Den benyttede katalysatoren var 100 g kationveksler i H+ formen.

I forsøk 1 (El) ble 300 g av hydroisomerat ifølge oppfinnelsen innmatet via ledning 12 som vist på fig 1 over en periode på 60 minutter. Det hydroisomeratet ifølge oppfinnelsen som ble benyttet hadde den sammensetning som er vist i tabell 2 (alle tallverdier i vekt-%): For sammenligning ble den samme mengden av et hydroisomerat som ikke var i overensstemmelse med oppfinnelsen (sammenligning) reagert uten hydroisomerisering. Denne tilførselsstrømmen hadde den sammensetning som er vist i tabell 2 (alle tallverdier i vekt-%): I forsøk El og i sammenligningsforsøket var trykket 10 bar og temperaturene over katalysatoren var fra 65 til 80°C.

I forsøk E2 ble 250 g av hydroisomeratet ifølge oppfinnelsen med den sammensetning som er vist i tabell 2, innmatet via ledning 12 på fig 1. For forsøk E2 var trykket 6,5 bar og temperaturen over katalysatoren var 50°C.

Claims (14)

1. Fremgangsmåte for fremstilling av diisobutylen (DIB) fra et i-butenholdig C4 raffinat I, karakterisert ved at a) nevnte C4 raffinat I utsettes for en første hydroisomerisering (A) over en edelmetallkatalysator, hvor hydroisomeriseringen utføres ved 30-90°C, 5-30 bar, en LHSV på 1-30 h"<1> og anvendelse av 3-20 standard liter gassformig hydrogen per liter av flytende C4 raffinat I, hvilket er over den mengde hydrogen som er nødvendig for hydrogeneringen av sterkt umettede forbindelser i nevnte C4 raffinat I; b) hydroisomeriseringsproduktet fra a) utsettes for fraksjonert destillasjon i en fraksjoneringskolonne (B), hvor denne destillasjonen utføres ved 5-25 bar, og den temperatur som etableres under dette trykket og hvor 2-buten og n-butan uttas som destillasjonsrester (4) og i-buten og i-butan uttas ved toppen (8); c) en sidestrøm (5, 7) uttas, eventuelt, fra denne fraksjoneringskolonnen (B) og utsettes for en annen hydroisomerisering (C) over en edelmetallkatalysator, hvor denne hydroisomeriseringen utføres ved 30-90°C, ved 5-30 bar, ved en LHSV på 1-30 h"<1> og anvendelse av 3-20 standardliter av gassformig hydrogen per liter av C4 raffinat I og hvor hydroisomeriseringsbetingelsene i a) og c) er identiske eller forskjellige; idet hydroisomeriseringsproduktet resirkuleres til fraksjoneringskolonnen benyttet i b), fortrinnsvis over uttakspunktet; d) produktet fra toppen av kolonnen i b) kondenseres, oppdeles i to deler og den første delen utsettes for en tredje hydroisomerisering (D) over en edelmetallkatalysator, hvor denne hydroisomeriseringen utføres ved 30-90°C, ved 5-30 bar, ved en LHSV på 1-30 h"<1>, og anvendelse av 0,3-20 standard liter av gassformig hydrogen per liter kondensat og hvor hydroisomeriseringsbetingelsene i a) og d) er identiske eller forskjellige og hydroisomeirserings-produktet fra d) resirkuleres til fraksjoneringskolonnen i b); e) den andre delen av det kondenserte produktet fra toppen av kolonnen i b) innføres i en reaktiv kolonne (E) hvor C4-hydrokarbonene fordampes fortrinnsvis ved 50-100°C og føres over en sur heterogen katalysator.

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at trinnene a), c), og/eller d) utføres ved en temperatur på 50-60°C.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 1 eller 2, karakterisert ved at trinnene a), c) og/eller d) utføres ved et trykk på 10-20 bar.

4. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 3, karakterisert ved at trinnene a) og/eller d) utføres ved en LHSV på fortrinnsvis 5-30 h"<1>.

5. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 4, karakterisert ved at trinn b) fortrinnsvis utføres ved 8-12 bar.

6. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 5, karakterisert ved at sidestrømmen fra fraksjoneringskolonne (B) uttas over innløpet (3), fortrinnsvis ved kolonnens midtre nivå, og ved at hydroisomeirserings-produktet resirkuleres til fraksjoneringskolonnen fortrinnsvis over uttakspunktet.

7. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 6, karakterisert ved at hydroisomeriseringsproduktet fra d) resirkuleres til fraksjoneringskolonnen i b) i dens øvre tredjedel.

8. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 7, karakterisert ved at i-butenen dimeriseres i trinn e) over katalysatoren, fortrinnsvis ved 40-100°C.

9. Fremgangsmåte ifølge krav 8, karakterisert ved at trinn e) utføres ved 3-30 bar, fortrinnsvis 5-20 bar.

10. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 8 og 9, karakterisert ved at trinn e) utføres ved en LHSV på 5-50 h"<1>.

11. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 10, karakterisert ved at katalysatoren i trinn e) er til stede i et kolonnefyllmateriale.

12. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 11, karakterisert ved at inerte C4-hydrokarboner kondenseres ved toppen av den reaktive kolonnen (E) i trinn e), idet en del av dette kondensatet kan resirkuleres til kolonnen for fjerning av reaksjonsvarmen og idet den andre delen kan tas ut.

13. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 12, karakterisert ved at dimeriseringsproduktene, i trinne), uttas ved bunnen (13) av den reaktive kolonnen (E).

14. Fremgangsmåte ifølge minst ett av kravene 1 til 13, karakterisert ved at katalysatorene som benyttes for dimeriseringen i trinn e) er heterogene, uorganiske eller organiske katalysatorer, spesielt sure katalysatorer, silikageler og sur AI2O3, sure silikater i plateform og silikater i nettverksform, syredopede bærermaterialer eller gel-lignende eller makroporøse kationvekslere i H+ formen.