Verfahren zur kontinuierlichen Desalkylierung von alkylaromatischen Kohlenwasserstoffen
Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur kontinuierlichen Desalkylierung von alkylaromatischen Kohlenwasserstoffen, bei dem ein Strom der Beschickung mit überschüssigem Wasserstoff bei erhöhter Temperatur unter Überdruck in einer Reaktionszone unter Bildung eines Reaktionsgemisches, enthaltend Wasserstoff, Methan und desalkylierte aromatische Kohlenwasserstoffe, umgesetzt wird. Bei derartigen Verfahren ist es bekannt, den Auslauf aus der Reaktionszone zu kühlen und gasförmige Bestandteile aus dem flüssigen Desalkylierungsprodukt in mindestens zwei getrennten Gastrennzonen mit niedrigerem Druck in den aufeinanderfolgenden Zonen abzutrennen.
Auch ist es bekannt, die zunächst aus dem Auslauf der Reaktionszone abgetrennten Gase mit einem Absorptionsöl auszuwaschen und das mit verhältnismässig schweren Bestandteilen dieser Gase angereicherte Absorptionsöl mit dem bei der voraufgegangenen Gasabtrennung flüssig erhaltenen Produktteil des Auslaufs der Reaktionszone zu vermischen und einer fraktionierten Destillation zur Gewinnung des desalkylierten Kohlenwasserstoffs zu unterwerfen.
Bei der Desalkylierung alkylaromatischer Kohlenwasserstoffe in Gegenwart von Wasserstoffüberschuss bilden sich hautpsächlich Methan und desalkylierter aromatischer Kohlenwasserstoff auf Kosten des Einsatzes von Wasserstoff und alkylaromatischem Kohlenwasserstoff, jedoch lässt sich die Bildung von Nebenprodukten wie Äthan und höher als das Ausgangsmaterial siedenden Erzeugnissen einschliesslich Koks nicht völlig ausschliessen. Vorausgesetzt, dass man bei Drucken und Temperaturen arbeitet, bei denen das Methan stabil ist, lässt sich die Koksbildung selbst bei den hohen Temperaturen, welche die Desalkylierung besonders begünstigen, stark hintan halten, solange die Wasserstoffreinheit des Systems (ausgedrückt als das Molverhältnis von Wasserstoff zu Wasserstoff und Verunreinigungen wie Methan) oberhalb eines gewissen kritischen Spiegels gehalten wird.
Obgleich eine Wasserstoffreinheit über etwa 50 normalerweise eine massive Kohlenstoffbildung verhindert, soll im Verfahren der vorliegenden Erfindung die Minimum Wasserstoffreinheit über etwa 60% liegen. Dabei ergibt die Desalkylierung in Gegenwart von Wasserstoffüberschuss ein Reaktionsgemisch, in dem die Gasmoleküle ein Vielfaches der Moleküle der normalerweise flüssigen Kohlenwasserstoffe ausmachen. Dieses Verhältnis bedingt ein technisch nicht ertragbares Ausmass der mit der Abtrennung von verhältnismässig schweren Bestandteilen aus den vom Auslauf der Reaktionszone in herkömmlicher Weise abgetrennten Gasen verbundenen fraktionierten Destillation.
Ausserdem bedeutet das Entweichen von Wasserstoff mit dem aus dem Verfahren austretenden Methan einen Verlust an kostspieligem Reagens, da dieser Verlust durch entsprechende Vergrösserung des zur Deckung der im Verfahren reagierenden Wasserstoffmenge bedingten Einsatzes an frischem Wasserstoff ausgeglichen werden muss.
Ziel vorliegender Erfindung war es daher ein Verfahren zu entwickeln, bei dem unter Anwendung von Temperatur- und Druckbedingungen, die eine wirksame Desalkylierung fördern, der Bedarf an Wasserstoffüberschuss und eine die Kohlenstoffbildung hintan haltende Wasserstoffreinheit unter Vermeidung technisch nicht ertragbaren Ausmasses an fraktionierter Destillation erhalten und gleichzeitig die Wasserstoffergänzung auf ein Mindestmass, bzw. die Wasserstoffentnahme aus dem Verfahren auf einen Bruchteil der dem Verfahren zu entnehmenden Methanmenge ausgerichtet ist.
Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zur kontinuierlichen Desalkylierung von alkylaromatischen Kohlenwasserstoffen, bei dem ein Strom der Beschickung mit überschüssigem Wasserstoff bei erhöhter Temperatur unter Überdruck in einer Reaktionszone unter Bildung eines Reaktionsgemisches enthaltend Wasserstoff, desalkylierte aromatische Kohlenwasserstoffe und leicht flüchtige Kohlenwasserstoffe, die unterhalb der desalkylierten aromatischen Kohlenwasserstoffe sieden, umgesetzt wird, der Auslauf aus der Reaktionszone gekühlt und gasförmige Bestandteile unter einem den Druck der Reaktions zone nicht übersteigenden Druck aus dem flüssigen Desalkylierungsprodukt in mindestens zwei getrennten Gasabtrennzonen unter von Zone zu Zone niedrigerem Druck abgetrennt werden, dadurch gekennzeichnet,
dass eine Druckdifferenz von mindestens 23,8 at zwischen der ersten und der letzten Gasabtrennzone eingehalten wird, zur Desalkylierung mehr als 2Mol Wasserstoff je Mol alkylaromatischen Kohlenwasserstoff eingesetzt werden, die Desalkylierung bei einer Temperatur zwischen 540 und 8150C und einem Druck von 34 bis 41 at erfolgt, 20 bis 50 Raumteile des in der letzten Gasabtrennzone resultierenden flüssigen Produkts auf einen flüssigen Raumteil der in die Reaktionszone eingeführten, die alkylaromatischen Kohlenwasserstoffe enthaltenden flüssigen Beschickung in die Reaktionszone gebracht und dort mit dem flüssigen Ausgangsprodukt vermischt werden, in der ersten Gasabtrennzone bei einem Druck im Bereich von 34 bis 41 at wasserstoffreiches Gas abgetrennt wird,
dieses wasserstoffreiche Gas mit einem Strom von ausserhalb des Verfahrens herkommenden Wasserstoff und mit der alkylaromatischen Kohlenwasserstoffbeschickung vor deren Einführung in die Reaktionszone vermischt wird, die so erhaltene Mischung für sich auf eine Temperatur von mindestens 5400C und unter einem Druck von mehr als 34 ast gebracht und anschliessend in die Reaktionszone eingeführt wird.
Die Erfindung wird nachstehend anhand der Zeichnung näher erläutert, die ein vereinfachtes Fliesschema eines Hydrodesalkylierungsverfahrens zeigt.
Die Beschickung, die aus alkylaromatischen Kohlenwasserstoffen und soweit erforderlich Ergänzungswasserstoff besteht, wird in die Anlage über Leitung 31 eingeführt und gelangt durch Leitung 32 in den Erhitzer 33, von wo die Mischung durch Leitung 34 zum Reaktor 35 geführt wird. Gemäss einer Ausführungsform der Erfindung enthält dieser einen Desalkylierungskatalysator. Der Reaktorablauf wird durch die Leitung 36 zu einem Hochdruckseperator 37 abgezogen, der auf Überdruck von etwa 34 bis 41 atü gehalten werden kann.
Hierin wird der Reaktorablauf in wasserstoffreiches Gas und flüssige Kohlenwasserstoffe getrennt. Das Gas wird oben durch Leitung 38 zum Kompressor 39 abgezogen, wo es komprimiert wird und von wo es durch Leitung 40 geführt wird, wo es in Leitung 32 mit der alkylaromatischen Beschickung vermischt wird.
Die flüssigen Kohlenwasserstoffe werden vom Hochdruckseparator 37 durch die Leitung 41 abgezogen und in den Niederdruckseparator 42 eingeführt, der gegebenenfalls auf Luftdruck gehalten werden kann. Hierin werden die unterhalb der desalkylierten Kohlenwasserstoffe siedenden Kohlenwasserstoffe durch Leitung 3 zum Absorber 44 abgetrieben; die relativ leichteren Kohlenwasserstoffe werden durch die Leitung 45 abgeführt. um als Brennstoff verwendet zu werden, während die relativ schwereren Kohlenwasserstoffe in einem Gasabsorberöl absorbiert werden, welches durch Leitung 46 eintritt und durch Leitung 47 zu einem Abstreifer verlässt.
Die desalkylierten aromatischen Kohlenwasserstoffe werden als Rückstand vom Niederdruckseparator 42 durch Leitung 48 abgezogen. Ein Teil hiervon wird durch Leitungen 49 und 36 zurückgeführt, und zwar in einem solchen Volumen, dass das Kreislaufverhältnis der flüssigen Kohlenwasserstofffraktion vom Niederdruckseparator 42 zur alkylaromatischen Kohlenwasserstoffbeschikkung etwa 20 zu 1 bis etwa 50 zu 1 oder mehr beträgt.
Der andere Teil der flüssigen Kohlenwasserstoffe gelangt durch Leitung 50 und 54 zu Tonbehandlungstürmen 51 und 52, mit den Ventilen 55 und 56. Hiervon wird die aromatische Verbindung von etwa vorhandenen Verunreinigungen befreit. Von den Tonbehandlungstürmen 51 und 52 gelangt der gereinigte Abfluss durch Leitungen 57 und 58 mit Ventilen 59 und 60 über Leitung 61 zu einer Benzolkolonne 62, wo die nicht umgesetzten alkylaromatischen Verbindungen vom erwünschten Aromat, wie Benzol abgetrennt werden. Das oben ablaufende Produkt wird durch Leitung 63 zum Niederdruckseparator 42 zurückgeführt, wobei dieses Produkt eine geringe Menge von leichten Kohlenwasserstoffen enthält.
Die aromatische Verbindung, wie Benzol wird durch Leitung 64 zum Lagerbehälter abgezogen, während die Rückstände, welche nicht umgesetzten alkylaromatischen Kohlenwasserstoff und schwerer siedende Materialien enthalten, durch die Leitung 65 einer zweiten Alkylaromatkolonne 66 zugeführt werden. In dieser Kolonne tritt wieder eine Fraktionierung ein, wobei die Rückstände durch Leitung 67 abgezogen werden, während das nicht umgesetzte Alkylaromat durch Leitung 68 zur Leitung 31 zurückgeführt wird, wo sie mit frischer alkylaromatischer Verbindung vermischt wird.
In dem Fall, dass ein dritter Separator in der Ausführungsform der Zeichnung verwendet wird, kann das System als ein solches gekennzeichnet werden, welches einen Hochdruckseparator, der auf etwa 34 bis etwa 41 atü gehalten wird, ferner enthält einen Zwischendruck- oder Mitteldruckseparator, der auf etwa 6,8 bis 10,2 gehalten wird, und ferner einen Niederdruckseparator enthält, der bei etwa Luftdruck gehalten wird. Es ist zu bemerken, dass bei dieser Ausführungsform ein Druckdifferential von mindestens 23,8 Atmosphären zwischen der Hochdruckseparator- und der Stabilisierungsstufe aufrechterhalten wird. Die Gase, welche durch das Abtreiben im Mitteldruckseparator und im Niederdruckseparator entstehen, werden vereinigt und durch den Gasabsorber geleitet, wobei sie, falls erforderlich, kompromiert werden, bevor sie in den vorerwähnten Absorber eintreten.
Die flüssigen Kohlenwasserstoffe werden aus dem Hochdruckseparator abgezogen und in den Mitteldruckseparator geführt, worin die vorerwähnten leichten Kohlenwasserstoffgase als Kopfprodukt abgezogen werden, während die flüssigen Kohlenwasserstoffe vom Mitteldruckseparator zum Niederdruckseparator gelangen. Im übrigen ist das System identisch mit dem vorher beschriebenen, ein Teil der flüssigen Kohlenwasserstoffe wird vom Niederdruckseparator zurückgeführt, während ein anderer Teil dieser flüssigen Kohlenwasserstoffe gereinigt und als gewünschtes Produkt erhalten wird.
Bei dem vorliegenden Verfahren wird die Kohlenwasserstoffbeschickung, wie z.B. Toluol, Xylole, oder Methylnaphthalin zu einer Reaktionszone geleitet, worin die alkylaromatische Verbindung mit Wasserstoff und falls erwünscht, mit einem Hydrodesalkylierungskatalysator.
wie beispielsweise einer Chromoxyd-Aluminiumoxydmischung bekannter Art, in Kontakt gebracht wird, und der Wasserstoff in einem Verhältnis von etwa 20 Molen pro Mol flüssige Kohlenwasserstoffbeschickung im Kreis geführt wird. Die Reaktionszone wird auf etwa 540 bis etwa 8 150C unter etwa 34 bis etwa 41 atü gehalten. Die Kohlenwasserstoffbeschickung wird in die Reaktionszone mit einer Durchflussgeschwindigkeit von etwa 0,1 bis etwa 20 und vorzugsweise von etwa 0,5 bis etwa 5 eingeführt. Der erhaltene Reaktorablauf wird in einem Hochdruckseparator geführt, welcher bei etwa 34 bis etwa 41 atü gehalten wird. In diesem Separator wird der Ablauf in ein wasserstoffeiches Gas und flüssige Kohlenwasserstoffe getrennt, wobei das Gas dann zur Reaktionszone in angegebenem Verhältnis zurückgeführt wird.
Die flüssigen Kohlenwasserstoffe werden als Rückstand abgezogen und in einen zweiten Separator geführt, der auf einem mittleren Druck von z.B. etwa 6,8 bis 10,2 Atmosphären gehalten wird; falls erwünscht, kann der zweite Separator auf Luftdruck gehalten werden. Hier werden die leichten Kohlenwasserstoffe abgetrieben und dann gasförmig, gegebenenfalls mit Hilfe eines Kompressors in einen Gasabsorber geführt, worin sie endgültig von allen aromatischen Verbindungen befreit werden; die leichten Kohlenwasserstoffe können als Brennstoff verwendet werden. Die Rückstände bestehen aus nicht umgesetzten alkylaromatischen und desalkylierten aromatischen Verbindungen und werden aus dem zweiten Separator abgezogen.
Falls der zweite Separator auf etwa 6,8 bis etwa 10,2 Atmosphären gehalten wird, werden die flüssigen Kohlenwasserstoffe dann in einen dritten Separator geführt, welcher auf Atmosphären-Druck gehalten wird. Wenn dieser Separator erforderlich ist, werden alle leichten Kohlenwasserstoffe, wie Methan und Äthan, aus der Flüssigkeit abgetrieben und zu einem Absorber geführt, während der flüssige Kohlenwasserstoffteil abgezogen wird.
Beispiel
Eine Beschickung von frischem Toluol wurde in einer Menge von 197,1 Mol/Stunde in einen Reaktor eingeführt, welcher einen Chromoxyd-Aluminiumoxydkatalysator enthielt und auf einem Druck von 37,5 atü bei einer Einlapptemperatur von 6490C gehalten wurde. Die frische Beschickung wurde pro Stunde mit 29,6Mol zurückgeleitetem Toluol vor Eintritt in den Reaktor vermischt. Ein Strom von Kreislaufwasserstoff, welcher
1737,8 Mol Wasserstoff, 893,2 Mol Methan, 54,5 Äthan, 17,6 Mol Benzol und 1,1 Mol Toluol enthielt, wurde pro Stunde mit der vereinigten Toluolbeschickung vermischt.
Zusätzlich wurde ein Ergänzungswasserstoff, welcher 315,7 Mol Wasserstoff, 19,9 Mol Methan, 6,0 Mol Äthan und 1.0 Mol Propan enthielt, mit dem Kreislaufwasserstoff vermischt. Weiterhin wurde eine Abschreckmischung aus 0.9 Mol Wasserstoff, 3,0 Mol Methan, 1,0 Mol Äthan, 100,2Mol Benzol und 16,2Mol Toluol dem Bodenauslass des Reaktors zugeführt. Der Reaktorablauf wurde zu einem Hochdruckseparator geführt, welcher zwischen 34 und 41 atü gehalten wurde. Dieser Reaktorabfluss enthielt einschliesslich des nachstehend beschriebenen Zusatzes 1802,2 Mol Wasserstoff, 1110,5 Mol Methan, 129,7 Mol Äthan, 7175,7 Mol Benzol, 1155,2 Mol Toluol und 81,9 Mol Rückstand.
Der Wasserstoff wurde von diesem Separator abgetrieben und zum Reaktor zurückgeführt. Dieser Kreislaufwasserstoff besass eine Reinheit von etwa 64% und die bereits oben angegebene Zusammensetzung. Die flüssigen Rückstände aus dem Hochdruckseparator wurden einem Mitteldruckseparator zugeführt, welcher auf zwischen 6,8 und 10,2 atü gehalten wurde. Sie enthielten 63,4 Mol Wasserstoff, 214,1 Mol Methan, 74,1 Mol Äthan, 7049,7 Mol Benzol, 1136 Mol Toluol und 80,6 Mol hoch siedendes Material.
Aus dieser Mischung wird im Zwischenseparator Gas durch Druckerniedrigung abgetrennt, und der enthaltene Gasstrom mit 55,5 Mol Wasserstoff, 106,5 Mol Methan, 10,1 Mol Äthan, 3,0 Mol Benzol und 0,2 Mol Toluol wird überkopf zu einem Entspannungsgasabsorber geleitet.
Die flüssigen Rückstände aus dem Zwischendruckseparator enthalten 7,9 Mol Wasserstoff, 107,6 Mol Methan, 64,0 Mol Äthan, 7046,7 Mol Benzol, 1136,4 Mol Toluol und 80,6 Mol höher siedendes Material und werden in einen Niederdruckseparator geführt, welcher auf Luftdruck gehalten wird. Aus dem dritten Separator werden die in Freiheit gesetzten Gase in dem vorgenannten Absorber abgezogen; sie enthalten 7,8 Mol Wasserstoff, 97,6 Mol Methan, 39,5 Mol Äthan, 35,5 Mol Benzol und 1,8 Mol Toluol. Die flüssigen Rückstände aus dem dritten Separator enthalten 0,1 Mol Wasserstoff, 10,5 Mol Methan, 25,9 Mol Äthan, 7050,6 Mol Benzol, 1136,6 Mol Toluol und 80,6 Mol hoch siedende Rückstände.
Dieser Strom wird aufgeteilt, ein Teil des Stroms mit 0,3 Mol Methan, 0,7 Mol Äthan, 183,6 Mol Benzol, 29,6 Mol Toluol und 2,1 Mol hochsiedenden Rückständen über eine Tonbehandlung zu einer Benzolfraktionierkolonne geführt. Der übrige Teil der praktisch von normalerweise gasförmigen Bestandteilen freien, aus dem dritten Separator abströmenden Flüssigkeit wird mit seinem Gehalt an 0,1 Mol Wasserstoff, 10,2Mol Methan, 25,2Mol Äthan, 6887,0 Mol Benzol, 1007,0 Mol Toluol und 78,5 Mol noch siedender Rückstände als vorgenannter Zusatz mit dem Reaktorablauf vor dessen Einführung in den Hochdruckseparator vermischt.
Der gasförmige Teil der Mischung aus 0,3 Mol Methan, 0,7 Mol Äthan und 0,9 Mol Benzol wird aus der Benzolfraktionierkolonne zusammen mit einer sehr kleinen Menge Benzol zum Niederdruckseparator zurückgeführt, der auf Luftdruck gehalten wird. Ein Nebenschnitt, welcher aus 182,7 Mol Benzol besteht, wird abgezogen und zur Aufbewahrung abgeführt. Die Bodenrückstände mit 29,6 Mol Toluol und 2,1 Mol hochsiedenden Rückständen werden einer Toluolfraktionierungskolonne zugeführt, in welcher das nicht umgesetzte Toluol abgetrennt und dann zurückgeführt wird, um ein Teil der Einspeisebeschickung zu bilden, während die Rückstände abgezogen werden.
Process for the continuous dealkylation of alkyl aromatic hydrocarbons
The invention relates to a process for the continuous dealkylation of alkyl aromatic hydrocarbons, in which a stream of the charge is reacted with excess hydrogen at elevated temperature under excess pressure in a reaction zone to form a reaction mixture containing hydrogen, methane and dealkylated aromatic hydrocarbons. In such processes it is known to cool the outlet from the reaction zone and to separate gaseous constituents from the liquid dealkylation product in at least two separate gas separation zones at lower pressure in the successive zones.
It is also known to wash the gases initially separated from the outlet of the reaction zone with an absorption oil and to mix the absorption oil enriched with relatively heavy constituents of these gases with the product part of the outlet of the reaction zone obtained in liquid form during the previous gas separation and to use a fractional distillation to obtain the to subject dealkylated hydrocarbon.
During the dealkylation of alkyl aromatic hydrocarbons in the presence of excess hydrogen, methane and dealkylated aromatic hydrocarbons are mainly formed at the expense of the use of hydrogen and alkyl aromatic hydrocarbons, but the formation of by-products such as ethane and products that boil higher than the starting material including coke cannot be completely ruled out. Provided that one works at pressures and temperatures at which the methane is stable, the formation of coke can be kept very low, even at the high temperatures that favor dealkylation, as long as the hydrogen purity of the system (expressed as the molar ratio of hydrogen Hydrogen and impurities such as methane) is kept above a certain critical level.
Although a hydrogen purity above about 50 will normally prevent massive carbon formation, in the process of the present invention the minimum hydrogen purity should be above about 60%. The dealkylation in the presence of excess hydrogen results in a reaction mixture in which the gas molecules make up a multiple of the molecules of the normally liquid hydrocarbons. This ratio causes a technically intolerable extent of the fractional distillation associated with the separation of relatively heavy constituents from the gases separated in a conventional manner from the outlet of the reaction zone.
In addition, the escape of hydrogen with the methane emerging from the process means a loss of costly reagent, since this loss must be compensated for by a corresponding increase in the amount of fresh hydrogen required to cover the amount of hydrogen reacting in the process.
The aim of the present invention was therefore to develop a process in which, using temperature and pressure conditions that promote effective dealkylation, the need for excess hydrogen and a hydrogen purity that prevents carbon formation is maintained while avoiding technically unsustainable levels of fractional distillation and simultaneously the hydrogen replenishment to a minimum, or the hydrogen extraction from the process to a fraction of the amount of methane to be extracted from the process.
The invention relates to a process for the continuous dealkylation of alkyl aromatic hydrocarbons, in which a stream of the feed with excess hydrogen at elevated temperature under excess pressure in a reaction zone to form a reaction mixture containing hydrogen, dealkylated aromatic hydrocarbons and volatile hydrocarbons which are below the dealkylated aromatic Hydrocarbons boil, are reacted, the outlet from the reaction zone is cooled and gaseous constituents are separated from the liquid dealkylation product under a pressure not exceeding the pressure of the reaction zone in at least two separate gas separation zones under lower pressure from zone to zone, characterized in that,
that a pressure difference of at least 23.8 at is maintained between the first and the last gas separation zone, more than 2 mol of hydrogen per mole of alkylaromatic hydrocarbon are used for the dealkylation, the dealkylation takes place at a temperature between 540 and 8150C and a pressure of 34 to 41 at , 20 to 50 parts by volume of the liquid product resulting in the last gas separation zone to a liquid part of the volume of the liquid feed introduced into the reaction zone and containing the alkylaromatic hydrocarbons are brought into the reaction zone and mixed there with the liquid starting product, in the first gas separation zone at a pressure of The range of 34 to 41 atm hydrogen-rich gas is separated,
this hydrogen-rich gas is mixed with a stream of hydrogen coming from outside the process and with the alkylaromatic hydrocarbon charge before it is introduced into the reaction zone, the mixture thus obtained is brought to a temperature of at least 5400C and under a pressure of more than 34 ast and then is introduced into the reaction zone.
The invention is explained in more detail below with reference to the drawing, which shows a simplified flow diagram of a hydrodealkylation process.
The feed, which consists of alkyl aromatic hydrocarbons and, if necessary, make-up hydrogen, is introduced into the plant via line 31 and passes through line 32 to heater 33, from where the mixture is passed through line 34 to reactor 35. According to one embodiment of the invention, this contains a dealkylation catalyst. The reactor effluent is withdrawn through line 36 to a high pressure separator 37, which can be kept at an overpressure of about 34 to 41 atmospheres.
Here, the reactor effluent is separated into hydrogen-rich gas and liquid hydrocarbons. The gas is withdrawn at the top through line 38 to compressor 39 where it is compressed and from where it is passed through line 40 where it is mixed in line 32 with the alkyl aromatic feed.
The liquid hydrocarbons are withdrawn from the high pressure separator 37 through the line 41 and introduced into the low pressure separator 42, which can optionally be kept at atmospheric pressure. Here, the hydrocarbons boiling below the dealkylated hydrocarbons are driven off through line 3 to absorber 44; the relatively lighter hydrocarbons are discharged through line 45. to be used as fuel while the relatively heavier hydrocarbons are absorbed in a gas absorber oil which enters through line 46 and exits through line 47 to a scraper.
The dealkylated aromatic hydrocarbons are withdrawn as residue from the low pressure separator 42 through line 48. A portion of this is recycled through lines 49 and 36 in a volume such that the cycle ratio of the liquid hydrocarbon fraction from the low pressure separator 42 to the alkyl aromatic hydrocarbon feed is from about 20 to 1 to about 50 to 1 or more.
The other part of the liquid hydrocarbons passes through lines 50 and 54 to clay treatment towers 51 and 52, with the valves 55 and 56. The aromatic compound is freed from any impurities that may be present. From the clay treatment towers 51 and 52, the purified effluent passes through lines 57 and 58 with valves 59 and 60 via line 61 to a benzene column 62 where the unreacted alkyl aromatic compounds are separated from the desired aromatic, such as benzene. The overflow product is returned through line 63 to the low pressure separator 42, this product containing a small amount of light hydrocarbons.
The aromatic compound, such as benzene, is withdrawn through line 64 to the storage tank, while the residues, which contain unreacted alkyl aromatic hydrocarbon and higher boiling materials, are fed through line 65 to a second alkyl aromatic column 66. Fractionation re-occurs in this column with the residues being withdrawn through line 67 while the unreacted alkyl aromatic is returned through line 68 to line 31 where it is mixed with fresh alkyl aromatic compound.
In the event that a third separator is used in the embodiment of the drawing, the system can be characterized as having a high pressure separator maintained at about 34 to about 41 atmospheres, and an intermediate pressure or medium pressure separator operating at about 6.8 to 10.2 and further includes a low pressure separator maintained at about atmospheric pressure. It should be noted that in this embodiment a pressure differential of at least 23.8 atmospheres is maintained between the high pressure separator and stabilization stages. The gases produced by the stripping in the medium-pressure separator and in the low-pressure separator are combined and passed through the gas absorber, where they are, if necessary, compressed before they enter the aforementioned absorber.
The liquid hydrocarbons are withdrawn from the high pressure separator and fed into the medium pressure separator, in which the aforementioned light hydrocarbon gases are withdrawn as overhead product, while the liquid hydrocarbons pass from the medium pressure separator to the low pressure separator. Otherwise the system is identical to that previously described, part of the liquid hydrocarbons is returned from the low-pressure separator, while another part of these liquid hydrocarbons is purified and obtained as the desired product.
In the present process the hydrocarbon feed, e.g. Toluene, xylenes, or methylnaphthalene passed to a reaction zone, wherein the alkyl aromatic compound with hydrogen and, if desired, with a hydrodeskylation catalyst.
such as a chromium oxide-alumina mixture of known type, and the hydrogen is circulated in a ratio of about 20 moles per mole of liquid hydrocarbon feed. The reaction zone is maintained at about 540 to about 8150 ° C. below about 34 to about 41 atmospheres. The hydrocarbon feed is introduced into the reaction zone at a flow rate of from about 0.1 to about 20, and preferably from about 0.5 to about 5. The reactor effluent obtained is passed into a high pressure separator which is kept at about 34 to about 41 atmospheres. In this separator, the discharge is separated into a hydrogen-rich gas and liquid hydrocarbons, the gas then being returned to the reaction zone in the specified ratio.
The liquid hydrocarbons are drawn off as residue and passed into a second separator, which is operated at a mean pressure of e.g. maintaining about 6.8 to 10.2 atmospheres; if desired, the second separator can be maintained at air pressure. Here the light hydrocarbons are driven off and then fed in gaseous form, if necessary with the aid of a compressor, into a gas absorber, in which they are finally freed from all aromatic compounds; the light hydrocarbons can be used as fuel. The residues consist of unreacted alkyl aromatic and dealkylated aromatic compounds and are withdrawn from the second separator.
If the second separator is maintained at about 6.8 to about 10.2 atmospheres, the liquid hydrocarbons are then passed into a third separator which is maintained at atmospheric pressure. When this separator is required, all light hydrocarbons, such as methane and ethane, are stripped from the liquid and passed to an absorber while the liquid hydrocarbon portion is withdrawn.
example
A charge of fresh toluene at a rate of 197.1 moles / hour was introduced into a reactor containing a chromia-alumina catalyst and maintained at a pressure of 37.5 atmospheres with a snap-in temperature of 6490 ° C. The fresh feed was mixed with 29.6 moles of recycled toluene per hour before entering the reactor. A stream of circulating hydrogen, which
Containing 1737.8 moles of hydrogen, 893.2 moles of methane, 54.5 moles of ethane, 17.6 moles of benzene and 1.1 moles of toluene was mixed with the combined toluene charge per hour.
In addition, a make-up hydrogen containing 315.7 mol of hydrogen, 19.9 mol of methane, 6.0 mol of ethane and 1.0 mol of propane was mixed with the circulating hydrogen. Furthermore, a quenching mixture of 0.9 mol of hydrogen, 3.0 mol of methane, 1.0 mol of ethane, 100.2 mol of benzene and 16.2 mol of toluene was fed to the bottom outlet of the reactor. The reactor effluent was led to a high pressure separator which was kept between 34 and 41 atmospheres. Including the addition described below, this reactor effluent contained 1802.2 mol of hydrogen, 1110.5 mol of methane, 129.7 mol of ethane, 7175.7 mol of benzene, 1155.2 mol of toluene and 81.9 mol of residue.
The hydrogen was stripped from this separator and returned to the reactor. This circulating hydrogen had a purity of about 64% and the composition already given above. The liquid residues from the high pressure separator were fed to a medium pressure separator which was kept at between 6.8 and 10.2 atmospheres. They contained 63.4 mol of hydrogen, 214.1 mol of methane, 74.1 mol of ethane, 7049.7 mol of benzene, 1136 mol of toluene and 80.6 mol of high-boiling material.
Gas is separated from this mixture in the intermediate separator by lowering the pressure, and the gas stream containing 55.5 mol of hydrogen, 106.5 mol of methane, 10.1 mol of ethane, 3.0 mol of benzene and 0.2 mol of toluene is transferred overhead to an expansion gas absorber directed.
The liquid residues from the intermediate pressure separator contain 7.9 mol of hydrogen, 107.6 mol of methane, 64.0 mol of ethane, 7046.7 mol of benzene, 1136.4 mol of toluene and 80.6 mol of higher boiling material and are fed into a low pressure separator which is kept at atmospheric pressure. The gases released in the aforementioned absorber are drawn off from the third separator; they contain 7.8 mol of hydrogen, 97.6 mol of methane, 39.5 mol of ethane, 35.5 mol of benzene and 1.8 mol of toluene. The liquid residues from the third separator contain 0.1 mol of hydrogen, 10.5 mol of methane, 25.9 mol of ethane, 7050.6 mol of benzene, 1136.6 mol of toluene and 80.6 mol of high-boiling residues.
This stream is divided, and part of the stream containing 0.3 mol of methane, 0.7 mol of ethane, 183.6 mol of benzene, 29.6 mol of toluene and 2.1 mol of high-boiling residues is passed through a clay treatment to a benzene fractionation column. The remaining part of the liquid flowing out of the third separator, which is practically free of normally gaseous constituents, contains 0.1 mol of hydrogen, 10.2 mol of methane, 25.2 mol of ethane, 6887.0 mol of benzene, 1007.0 mol of toluene and 78.5 mol of still-boiling residues as the aforementioned additive mixed with the reactor drain before it was introduced into the high-pressure separator.
The gaseous part of the mixture of 0.3 mol of methane, 0.7 mol of ethane and 0.9 mol of benzene is returned from the benzene fractionation column together with a very small amount of benzene to the low-pressure separator, which is kept at atmospheric pressure. A minor cut consisting of 182.7 moles of benzene is withdrawn and taken away for storage. The bottoms containing 29.6 moles of toluene and 2.1 moles of high boiling residues are fed to a toluene fractionation column in which the unreacted toluene is separated and then recycled to form part of the feed while the residues are withdrawn.