CN87105131A

CN87105131A - 异构化工艺及其装置

Info

Publication number: CN87105131A
Application number: CN87105131.1A
Authority: CN
Inventors: 安德鲁·斯蒂芬·扎奇; 沃伦·卡尔·沃尔斯; 卢克·弗朗西斯·奥基夫
Original assignee: Union Carbide Corp
Current assignee: Union Carbide Corp
Priority date: 1986-06-30
Filing date: 1987-06-30
Publication date: 1988-01-06
Also published as: ES2023903B3; CA1275119A; EP0251773A3; IN168195B; DE3772868D1; GR3002700T3; ATE67168T1; EP0251773B1; US4709116A; MX165332B; CN1017043B; AU590427B2; EP0251773A2; AU7491087A; JPS6392694A; JPH057437B2

Abstract

提高烃原料的辛烷值使之适合于用作混合汽油的基料。首先由吸附器引导系统将进料中的非正烃去除，然后使正烃进行异构化反应，尔后非正烃至少与一部分异构化的烃产物混合，最好是50％，这样形成的产品其研究法辛烷值至少增加了2个单位，最好是至少增加6个单位，大大超过了进料的研究法辛烷值。

Description

本发明涉及的是利用催化异构化方法使部分正链烷烃异构化，从而提高混合烃原料辛烷值的改进工艺和装置。

改善某些烃组分，尤其是含有正和异戊烷和己烷的混合原料辛烷值的一般公知方法是将原料中所有正烃全部异构化。

按照一种普遍使用的工艺是：先使全部进料进行初步催化反应，然后利用分子筛吸附器进行分离，尔后吹扫清洗吸附器以解吸正烃，被解吸的正烃和吹扫气再循环至异构化反应器，这就是公知的反应器引导工艺。

根据另一种公知的工艺，原料首先通过吸附器立即除去非正烃，然后将正烃异构化，并随后排出新产生的非正烃，且再次将全部正烃循环至反应器，这就是现有技术中公知的吸附器引导工艺。

由于在吸附器引导工艺和反应器引导工艺中所有的未被异构化的正烃要全部再循环，这些工艺最终将使进料中的所有正戊烷和正己烷全部异构化。但是，再循环流量需要超大型的反应器，吸附器，加热炉和吹扫循环装置，这不仅使初期投资过大，而且日常运行费用昂贵。

在加拿大专利1，064，056中，雷伯等人描述了一种完全异构化工艺，其中适当控制三床吸附器系统的运行可防止反应器进料中的正戊烷或正己烷浓度的大幅度变化。根据该说明书，在任何给定的时间内不会有2台以上的床处于解吸阶段，三台吸附床中的一台处于解吸结束阶段的同时，是三台床中的另一台解吸的初始阶段。

该专利特别例举了吸附器引导和反应器引导二种工艺。吸附器引导工艺要求将含有新鲜进料和全部反应器流出物的混合物先通过吸附器以除去非正烃，使得反应器的进料基本上是正烃。这样就需要大型吸附器和循环设备，同样也需要较大容量的反应器。

在美国专利US4，210，771中，霍尔库姆描述了一种反应器引导全部异构化工艺，该工艺降低了进入反应器的循环流量，但同时仍然保持足够的氢气分压以防止催化剂结焦。反应器中的氢气分压是氢气浓度的函数，该系统使循环中的氢气流量和被送入反应器中的进料流量保持在恒定的水平，且新鲜进料流量的变化与循环中的被解吸的正烃成反比。由于消除了送至反应器的烃流量的波动，故虽然送至反应器的循环流量降低了，也不会有氢气分压不够的危险，从而使催化剂得到了保护。但是这种反应器引导工艺需要循环全部正烃，反应器，吸附器和循环装置就需要足够的尺寸与之配合。

通常期望能减小循环流量并使用小型反应器和吸附器，另外在产量恒定的基础上改进运行效率，同时仍然能有效地增加烃原料的辛烷值。

根据本发明，通过对公知的全部异构化工艺进行改进，达到良好的经济效益，同时仍能生产出适合于作混合汽油基料的增加了辛烷值的产品。相对产品的辛烷值来说，改进的工艺能使吸附器，反应器和烃循环系统尺寸有较大程度的降低。本发明发现以不同于常规技术的方式改变吸附器引导工艺，能得到意外的大比值，即辛烷值的增加与投资之比值。

本发明提供了一种提高含有非正烃化合物，正戊烷和正己烷的烃原料之辛烷值的工艺及其装置，包括：使所说的烃原料通过装有吸附床的吸附区以从所说的原料中吸附正烃，非正烃作为吸附器流出物流出吸附区;使吹扫气通过所说的吸附了正烃的吸附床以产生含有吹扫气和正烃的解吸流出物;使所说的解吸流出物通过异构化反应器以产生含有吹扫气和反应器烃产物的反应器流出物，所说的反应器烃产物包括非正烃和正烃;至少将一部分所说的反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合以形成含有正烃和非正烃的提高了辛烷值的产物气流;将所述的吹扫气分离并循环至所说的吸附区。

优先选择50-100%的所说的反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合，而最经济的装配和操作系统是将全部反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合。可将高达50%的反应器烃产物与新鲜进料混合并循环送入吸附器，这样虽会增加一些费用，但有益于工艺的灵活性。

本发明的装置包括：装有吸附床的吸附区，该吸附床载有能从所述种类的原料中吸附正烃的固体吸附剂;将所说的烃原料送入吸附区的进料装置;使非正烃作为吸附器流出物流出所说的吸附区的装置;使吹扫气通过所说的吸附了正烃的吸附床并产生含有吹扫气和正烃之解吸流出物的装置;将所说的解吸流出物通入异构化反应器的装置;载有能将正烃异构成为非正烃的异构化催化剂并能产生含有吹扫气，正烃和非正烃的反应器流出物的异构化反应器;将至少一部分所说的反应器产物气流与所说的吸附器流出物混合以形成含有正烃和非正烃的提高了辛烷值产物的装置以及用于吹扫气分离并循环至所说的吸附区的装置。

下面结合附图详细地说明本发明，可更好地理解本发明并明确其优点：

图1是根据本发明的工艺及装置排列的示意图，其中，全部异构化反应器的烃产物与吸附器流出物混合结果得到提高了辛烷值的烃。

图2是另一种工艺及装置排列的示意图，它能分离出一部分异构化反应器的烃产物，使之与吸附器流出物混合，同时将限量的反应器产物回送到吸附器。

基本上按照优选实施方式来描述本发明，其中，在吸附器引导结构中采用简单的吸附和异构化步骤来提高作为汽油混合基料的混合烃原料（新鲜原料）的等级。由于其简单，本发明能使吸附器，异构化反应器，用于加热工艺过程中物料的加热炉以及吹扫气循环装置的尺寸减小，这些尺寸的减小与高生产率的保持其效益是出人意料的。

混合烃原料（新鲜原料）经工艺所需的管道10加料，在图1所示的实施方式中，进入工艺过程的原料是含有正烃和非正烃的新鲜原料，它主要是由碳原子数为5～6的各种异构型饱和烃组成，所说的“各种异构型”是指已知化合物的所有支链及环状形式以及直链形式，前缀“iso”和“i”是指定化合物的所有支链和环状（即非正）形式的常规表示。

下述组成是适用于本发明工艺的典型原料：

成份摩尔%

C₄和C₄以下 0-7

异-C₅10-40

正-C₅5-30

异-C₆10-40

正-C₆5-30

C₇和C₇以上 0-10

在精练厂的蒸馏过程能得到典型的适用原料，其含有少量C₇，甚至碳原子数更高的烃，但这些是典型的例子，如果在一般情况下，仅仅是微量的。原料中的烯烃最好低于大约4摩尔%，芳香烃和环烷烃分子具有比较高的辛烷值，因此优选的原料是那些芳香烃和环烷烃含量高的烃，例如，这些成分在混合后至少含有5摩尔%，更典型的是10～25摩尔%的芳香烃和环烷烃。

原料中C₅和C₆的非环烃典型的至少含60摩尔%，更典型的是至少75摩尔%，而至少25摩尔%，最好是至少35摩尔%的原料是从异戊烷、异己烷及其混合物中选出的烃。原料优选含有不大于40、最好是不大于30摩尔%的正戊烷和正己烷之混合物的烃。

参照图1，管道10中的新鲜原料在热交换器12中与反应器的流出物直接进行热交换而被加热，原料从热交换器流出通过加热炉14被充分加热，再经管道16通向吸附区域。

来自管道16和加热炉14的吸附器进料一部分经由压力控制阀22流向管道20，一部分借助流量控制阀26流向管道24，通过这些管道，吸附器进料流向吸附区内的适当吸附床。

含正烃和非正烃的吸附器进料以蒸气态形式在超大气压条件下，周期性地按顺序通过吸附区中多个固定吸附床的每一个，例如，如美国专利US 3，700，589中描述的4台吸附床或US 3，770，621中描述的3台吸附床，吸附床载有沸石分子筛吸附剂。本发明参考了这些美国专利。

优选的吸附剂有效微孔孔径基本上为5

，本说明书中用到的术语“吸附床空隙”指的是：沸石晶体的晶体内部空穴除外，吸附床中未被固体材料占据的任何空间，用于沸石晶体聚集成块的任何粘合剂中的微孔被认为是吸附床空隙。在四台吸附床系统中，每台吸附床循环步骤为：

A-1吸附填料，其中在吸附床空隙中的蒸气主要包括非吸附性吹扫气，输入的原料迫使非吸附性吹扫气从吸附床空隙逸出吸附床，并且基本上不会与那些未被吸附的原料组份混合;

A-2吸附，其中原料平行通过所说的吸附床，原料的正烃组份被晶体沸石吸附剂内部空穴选择吸附，原料中未被吸附的组份作为流出物从吸附床中排出，流出物中非原料组份的含量大大减少了。

D-1吹扫清洗，其中当物料传送区已通过吸附床长度85-97%，此时的正烃吸附物已达到当量点程度，而且吸附床空隙内所含的正烃和非正烃混合物基本上同于原料比例的时候，开始逆向吹扫载有正烃吸附物的吸附床，即以相反于A-2吸附的方向，使足够量的非吸附性吹扫气流通过吸附床以驱除所说的空隙内的原料蒸气，但吹扫气的量不大于吸附床流出物中所吸附的原料中正烃量的大约50摩尔%，最好不大于40摩尔%。

D-2吹扫解吸，在其中，选择性吸附的原料中的正烃解吸成为部分解吸流出物，即使非吸附性吹扫气以相反于A-2吸附的方向流过床体，直到所吸附的正烃大部分被解吸且吸附床空隙内蒸气主要为非吸附性吹扫气，例如含有氢气和轻质烃的含氢循环气流。

在吸附床中所使用的沸石分子筛必须能选择性地吸附原料中的正烷烃，以分子大小和构型为标准，因此，该分子筛应具有小于大约6

大于大约4

的表观微孔直径，尤其适用的此类沸石是沸石A，美国专利US 2，883，243中提到了它们的各种二价交换形式，特别是钙离子形式，约有5

的表观微孔直径，并对正烷烃有很大的吸附能力，其它适用的分子筛包括美国专利US 3，030，181提及的沸石R;US 2，950，952提及的沸石T以及天然沸石分子筛菱沸石和毛沸石。在此参考了这些美国专利。

本发明所用的术语“表观微孔直径”可以定义为在标准状态下吸附剂可以吸附的最大临界尺寸或分子形式。临界尺寸定义为最小园柱形的直径，该园柱形将适用于由键长，键角以及范德瓦斯半径这些有效值所构成的分子模型。表观微孔直径总是大于结构微孔直径，结构微孔直径可定义为吸附剂结构中相当于硅酸盐环的空隙直径。

参考附图，对吸附区，下面将特别详细地描述其运行过程，在其中，吸附床30正处于A-1吸附填料;吸附床32进行A-2吸附;吸附床34进行D-1空隙吹扫清洗;吸附床36进行D-2吹扫解吸。来自管道16的吸附器进料中的一部分经管道24流向集气管40和阀42到达吸附床30进行A-1吸附。系统中4台吸附床分别编号为30、32、34和36，并装有适宜形式的分子筛吸附剂，如园柱形颗粒。

当进料通过阀门42进入床体时，吸附床30中尚含有在这之前解吸过程中残余的吹扫气，这将在以后详细解释。吹扫气主要是含氢气体，这是因为在异构化反应器中需要保持一最小氢气分压，进行解吸时，吹扫气循环气流经管道80流至吸附器。控制经过管道24、集气管40和阀42的吸附器进料的流量，使得在大约30秒至2分钟时间内将残余含氢吹扫气驱除出吸附床44。

在吸附床30处于第一阶段吸附过程时，来自吸附床的含氢吹扫气流通过阀50进入集气管52。在含氢吹扫气从吸附床30驱除逸出的同时，不断有吸附器进料径由阀22和管道20并经集气管44和阀46到达吸附床32。

进料中的正烷烃被正处于A-2吸附作用下的吸附床32吸附，吸附器流出物，即未被吸附的非正烃从吸附床排出经阀54并由此送入集气管56，吸附器流出物流经管道60，热交换器62和管道64与至少一部分反应器烃产物混合作为最终产品。按照图1的实施方式，所有的反应器烃产物都作为最终产品，而图2的实施方式只是其中的一部分，如至少50%。

在图1中，混合产物气流66经分离器68后可以回收吹扫气，然后使之径管道69送至循环压缩器70再返回吸附区。在图2的实施方式中，表示吹扫气可以先从反应器的烃产物中分离出来，然后再将反应器烃产物与吸附器流出物中的非正烃混合。

在残余的含氢吹扫气由吸附床30逸出，即A-1吸附的同时，吸附床34正进行第一阶段吹扫清洗，其中，吸附床空隙中的烃被驱除出吸附床，即D-1吹扫清洗过程。与此同时，吸附床36正处于第二阶段解吸过程，即D-2吹扫解吸，在该过程中采用含氢循环吹扫气流将正烃从分子筛吸附剂上解吸出来并排出吸附床。

含氢吹扫气流经分离器68后由压缩器70通过管道72、热交换器62和加热器74，在此气体被加热，再通入管道80，此过程称为吹扫气循环系统，吸附器的压力一般在200-320磅/吋²范围，优选的压力范围是240～300磅/吋²。

借助流体控制阀82和84将来自于管道80的吹扫气循环气流分成二股气流，较少的一股气流经管道86，集气管88以及阀58逆向（相对上述的吸附过程）通入吸附床34，第一步解吸时用较低的受控制的流量是为了驱赶出吸附床空隙内所吸附的烃，而又不致使正烃从吸附剂中过量地解吸出来。

吸附床34的流出物经阀48进入集气管44，在此循环经过阀46流向正处于A-2吸附阶段的吸附床32。来自管道80的氢气循环气流大部分经过控制阀82，管道90到达集气管52并与前面提及的由阀50排出的第一阶段吸附流出物混合，然后经阀92到达吸附床36。在此阶段，经选择性吸附的正烷烃由沸石分子筛中解吸出来，并被吹扫清洗出吸附床。含有氢气和被解吸的正烷烃的吸附床36的吸附流出物经阀94和集气管96到达管道100，然后作为反应器进料被送入异构化反应器。

前面只是对系统中全部四个循环阶段中的一个阶段期间内吸附器的工作状况进行了描述，下一个阶段吸附器的工作状况由相应的阀来操纵，其结果是吸附床30开始A-2吸附过程，吸附床32开始D-1吹扫清洗，吸附床34开始D-2解吸，而吸附床36则开始A-1吸附。同样，在每个吸附器完成其该阶段时间周期后开始一个新的循环，在4步循环周期结束时，所有的吸附床都经过了吸附和解吸的全部过程。

下表指出了四台吸附床的每一台在一分钟周期内吸附阶段的工作状态：

时间（分钟） 0-1 1-2 2-3 3-4

吸附床30 A-1 A-2 D-1 D-2

吸附床32 A-2 D-1 D-2 A-1

吸附床34 D-1 D-2 A-1 A-2

吸附床36 D-2 A-1 A-2 D-1

由于烃原料和裂化渣油的缘故，在异构化过程中会导致吹扫气中部分氢气的损耗，氢气也可能因在产物中的溶解能力以及管道69上的排气孔（未画出）而损耗，后一种损耗可用适当的阀装置得到控制。这些损耗需要补偿氢气，所提供的补偿氢气可以是不纯的，典型的是甲烷催化重态和蒸汽重整的废气，这些氢气源对有循环气流放空的异构化过程纯度是适宜的，少量纯净的精制气流也是有益的。管道100中的解吸流出物包括被解吸的正烃如正戊烷，正己烷和氢气，轻质烃以及包括用于解吸的吹扫气体中的其它杂质。该流出物是反应器进料并被送至异构化反应器102。

异构化反应器102中装有的异构化催化剂可以是现有技术中公知的各种分子筛型催化剂组合物中的任意一种，该催化剂组合物在工艺操作条件下应具有选择性和异构化活性。该催化剂的常用种类包括表观微孔直径足够吸附新戊烷的晶体沸石分子筛，SiO₂/Al₂O₃摩尔比大于3;小于60，最好小于15当量百分数的碱金属阳离子以及那些具有AlO₄-未与碱金属阳离子，也未与任何金属阳离子或二价或其它多价金属阳离子缔合的四面体。

由于原料中可能含有一些烯烃，至少会发生裂化反应，因此最好在沸石催化剂中加进氢化催化剂组份，且优先选用元素周期表第Ⅷ族的贵重金属。催化剂组合物可以单独使用或与作为粘合材料的多孔无机氧化物稀释剂混合使用。沸石组份和/或粘合剂上可载有氢化剂。各种无机氧化物稀释剂是现有技术中所公知的-本身就具有氢化活性的那些无机氧化物稀释剂。因此可以这样理解语句“带有氢化剂的无机稀释剂”其意思是包括二种稀释剂，一种是本身没有氢化活性的而外带氢化剂的稀释剂，另一些是本身就是氢化催化剂的稀释剂。适于作稀释剂的本身又具有氢化活性的氧化物是门捷列夫周期表中第Ⅵ族金属的氧化物，有代表性的金属是铬、钼、钨。

优选的稀释剂不应具有明显的催化裂解活性，稀释剂不应呈现出比全部异构化催化剂组合组的沸石组份有更大程度的裂解活性。后一种类型适用的氧化物是氧化铝、氧化硅，门捷列夫周期表第Ⅲ、Ⅳ-A、Ⅳ-B族金属的氧化物，硅胶以及第Ⅲ、Ⅳ-A、Ⅳ-B族金属的氧化物，特别适用的是氧化铝、氧化锆、氧化钛、氧化钍，以及它们的混合物，硅铝酸盐粘土诸如高岭土、attapulgite（美国产活性白土）、海泡石、水合硅酸铝镁矿、膨润土，蒙脱土等这些粘土在柔韧的塑性条件下与水直接混合的混合物也是适用的稀释剂，尤其是所说的粘土未经酸洗去除大量矾土的情况。

异构化反应所适用的催化剂在US 3，236，761和US 3，236，762中已有详细说明，特别优选的催化剂是由具有SiO₂/Al₂O₃摩尔比大约为5的沸石Y（US 3，130，007）制备的，采用氨离子交换剂使钠离子含量减少到大约15当量百分数，然后用离子交换法引入35～50当量百分数的稀土金属离子，之后焙烧沸石，使大部分氨脱去。可将0.1-1%（重量）的铂或钯作为氢化组份以常规方式置于沸石上面，在此参考了上面所列的美国专利。

异构化反应器的操作温度取决于所使用的每种催化剂组合物，通常则在200℃～390℃之间，压力在175～600磅/吋²，优选范围200-300磅/吋²，更好的是在220～260磅/吋²，最佳的是压力低于250磅/吋²。反应器应保持一定的氢气分压以避免在反应器所维持的条件下使异构化催化剂结焦，典型的氢气分压在100～250磅/吋²，优选130～190磅/吋²，氢气的平均含量是反应器内含物的45～80摩尔%，优选60～80摩尔%，最佳的是65～80摩尔%，反应器内含物应维持在气体状态。

反应器进料除氢气外，还包括烃反应物如正和异戊烷及己烷，反应中所产生的大量轻质烃，它们还可作为部分进料补充进来，因为这些物质是不可吸附性的，它们在工艺中保持在某个平衡水平并随循环气流一起循环。

参考图1，反应器的流出物经管道104流入热交换器12，在热交换器中它的显热用于加热新鲜进料，出了热交换器12，反应器流出物经管道106送到管道64与吸附流出物混合。反应器流出物和吸附器流出物的混合气流经管道108，然后进入一个或多个冷却器110和112冷却，再通过管道66流入分离器68，分离器68形成的液态组份作为产品从管道114中排出，该产品提高了辛烷值并适合用作汽油混合基料，而气体组分经管道69再循环至吸附器。所补偿的吹扫气，优选氢气或含氢气体，需经管道120加入。产品的研究法辛烷值至少增加了2个单位，最好是至少增加6个单位，新鲜进料与催化剂的重量比至少是2.75（小时）^-1，较好的是至少3.0（小时）^-1，最好是3.0～5.0（小时）^-1。

图2的实施方式是对图1所作的改进，提供了一种能将管道114中的一部分反应器烃产物与新鲜进料混合的方法。如图2所示，反应器的烃产物经管道114送至适用于控制的阀200，产物的一部分，最好是0-50%流入管道210，而剩余部分则经管道212送至最终产品液流214。管道210中的烃气流通过包括阀216的适于控制的装置与新进料混合。

有必要进一步解释对图1实施方式所作的改进以明确本发明这方面的内容，吸附器流出物经管道64进入分离器268由此而得到的主要含非正烃的液态组份经管道214排出，而主要含吹扫气的气态组份经管道269再循环。本实施方式的优点在于能由恒定辛烷值的进料制得各种不同辛烷值的产物，以及由不同辛烷值的进料制得相对恒定辛烷值的产品，同时仍保持本发明的最大优点。

本发明二个实施方式的优点在于能根据本发明改进现有全部异构化设备以大幅度提高进料量和最终产品的产率，同时仍能提供足以用作汽油混合基料的辛烷值。

下面的实施例将帮助说明和解释本发明，但并不意味着从任何角度对本发明进行限制，除特别指出，所有的份数和百分率都是以摩尔为基础的。

实施例1

本实施例描述的工艺过程基本上如图1所示，该工艺意在提高具有下列组成且研究法辛烷值为77的烃原料的辛烷值。

成份份数（摩尔）

异-丁烷 0.7

正-丁烷 4.6

异-戊烷 16.3

正-戊烷 15.7

环戊烷 2.4

2，2-二甲基丁烷 0.8

2，3-二甲基丁烷 2.1

2-甲基戊烷 10.0

3-甲基戊烷 12.3

正己烷 11.9

甲基环戊烷 7.4

环己烷 4.4

苯 9.2

正庚烷 2.0

烃在240磅/吋²的压力和52，884磅/小时流量下进入前面所述的吸附器区域。吸附器中每个吸附床含有形式为1/16英寸园柱颗粒状的钙沸石A吸附剂30904磅，吸附流出物的平均产率为35270磅/小时，并具有下述平均组份：

成份份数（摩尔）

氢 19.1

甲烷 1.7

乙烷 0.2

丙烷 0.2

异-丁烷 1.0

正-丁烷 2.9

异-戊烷 18.4

正-戊烷 1.0

环戊烷 2.7

2，2-二甲基丁烷 1.0

2，3-二甲基丁烷 2.4

2-甲基戊烷 11.4

3-甲基戊烷 13.9

正-己烷 0.2

甲基环戊烷 8.4

环己烷 5.0

苯 10.4

正庚烷 0.1

当进料中的正烃被吸附后，吸附床可用平均循环流量为11737磅/小时的吹扫气流解吸，吹扫气主要含有氢气（85.3%）和甲烷（7.6%）。

解吸流出物的平均流量为29311磅，解吸时吸附床压力为236磅/吋²，其组份如下：

成份份数（摩尔）

氢气 73.6

甲烷 6.5

乙烷 0.7

丙烷 0.9

异-丁烷 0.7

正-丁烷 1.6

异-戊烷 2.0

正-戊烷 6.2

环戊烷 0.1

2，2-二甲基丁烷 0.1

2，3-二甲基丁烷 0.1

2-甲基戊烷 0.5

3-甲基戊烷 0.6

正己烷 4.6

甲基环戊烷 0.3

环己烷 0.2

苯 0.4

C₇0.8

解吸流出物被导入载有13075磅沸石Y催化剂载体的反应器中，载体中沸石SiO₂/Al₂O₃摩尔比为5，工作钠离子约10当量百分数，并含有667盎司（金衡制）铂。反应器在230磅/吋²压力，500°F温度下运行，解吸流出物以29311磅/小时的平均流量送入反应器。

通过反应器后，反应器流出物有如下组份：

成份份数（摩尔）

氢 72.4

甲烷 6.7

乙烷 0.8

丙烷 1.5

异-丁烷 1.7

正-丁烷 1.8

异-戊烷 5.2

正-戊烷 3.1

环戊烷 0.1

2，2-二甲基丁烷 1.1

2，3-二甲基丁烷 0.5

2-甲基戊烷 1.9

3-甲基戊烷 1.3

正己烷 1.2

甲基环戊烷 0.3

环己烷 0.1

C₇0.4

反应器流出物和吸附器流出物混合，然后将混合气流分离成吹扫气循环气流和最终产品液流，产品的平均产率是53193磅/小时并有下列组份：

成份份数（摩尔）

氢 1.1

甲烷 0.7

乙烷 0.4

丙烷 1.6

异-丁烷 3.2

正-丁烷 4.8

异-戊烷 23.3

正-戊烷 7.4

环戊烷 2.3

2，2-二甲基丁烷 3.0

2，3-二甲基丁烷 3.0

2-甲基戊烷 13.0

3-甲基戊烷 13.4

正己烷 2.9

甲基环戊烷 7.1

环己烷 4.1

苯 7.9

C₇0.5

产品研究法辛烷值为85，增加了8，很适于作汽油混合基料，在生产该产品时，进料与催化剂重量之比大于4.0（小时）^-1。

实施例2

该实施例详细描述了按照图2所示的工艺过程来生产实施例1中所用的新鲜原料的工艺，因此，吸附区的进料还包括50%（重量）的反应器烃产物，为适合较多的进料，吸附器区域载有174695磅同样的沸石吸附剂，反应器装有17451磅沸石催化剂基料以及890盎司（金衡制）铂。产品的产率是53203磅/小时，并有下列组成：

成份份数（摩尔）

氢 1.1

甲烷 0.7

乙烷 0.4

丙烷 1.8

异-丁烷 3.6

正-丁烷4 4.8

异-戊烷 25.5

正-戊烷 5..0

环戊烷 2..3

2，2-二甲基丁烷 3..1

2，3-二甲基丁烷 3.1

2-甲基戊烷 13.3

3-甲基戊烷 13.7

正-己烷 1.7

甲基环戊烷 7.0

环己烷 4.0

苯 8.0

C₇0.5

在该情况下最终产品的研究法辛烷值为87，增加了10，可作为更高级的汽油混合基料，生产该产品时进料与催化剂之比值较高，约为3.0（小时）^-1。

上述描述是为了向本技术领域的普通技术人员传授如何实施本发明，并没有详细描述那些技术人员在阅读本说明书后显而易见的改进和变化。所要强调的是所有的这些改进和变化包括在由下列权利要求所限定的范围之内。

Claims

1、一种提高含有非正烃和正戊烷及正己烷的烃原料之辛烷值的工艺，包括：

(a)使所说的烃原料通过装有吸附床的吸附区域以吸附所说进料中的正烃，并使非正烃作为吸附器流出物从吸附区域流出；

(b)将吹扫气通入所说的吸附了正烃的吸附床以产生包括吹扫气和正烃的解吸流出物；

(c)将所说的解吸流出物通入异构化反应器以产生包括吹扫气和含有非正烃和正烃的反应器烃产物的反应器流出物；

(d)将至少一部分所说的反应器产物气流与所说的吸附器流出物混合以形成含有正烃和非正烃的提高了辛烷值的产物气流；

(e)将所说的吹扫气分离出来并再循环至所说的吸附区域。

2、根据权利要求1所说的工艺，其中所说的反应器的烃产物的50～100%与所说的吸附器流出物混合。

3、根据权利要求2所述的工艺，其中所有所说的反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合。

4、根据权利要求2所述的工艺，其中有高达50%的所说的反应器烃产物与所说的原料混合并通入所说的吸附区域。

5、根据权利要求1所述的工艺，其中所说的烃原料含有5～25摩尔%的芳香烃和环烷烃及至少35摩尔%的另一种烃，该烃选择于异戊烷，异己烷及其混合物。

6、根据权利要求5所述的工艺，其中所说的烃原料含有不大于40摩尔%的正戊烷和正己烷之混合物

7、根据权利要求6所述的工艺，其中所说的原料含有至少60摩尔%的C₅和C₆的非环烷烃及不大于30摩尔%的正戊烷和正己烷之混合物。

8、根据权利要求6所述的工艺，其中在所说的反应器中所说的进料与催化剂的重量比大于2.75（小时）^-1。

9、一种使具有下列组成的烃原料至少提高2个单位研究法辛烷值的工艺，

成分摩尔%

C₄以及更低的 0-7

异-C₅10-40

正-C₅5-30

异-C₆10-40

正-C₆5-30

C₇以及更高的 0-10

工艺包括：

（a）使所说的烃原料通过装有吸附床的吸附区域以吸附所说进料中的正烃，并使非正烃作为吸附器流出物流出吸附区域;

（b）将吹扫气通入所说的吸附了正烃的吸附床以产生含有吹扫气及正烃的解吸流出物;

（c）将所说的解吸流出物通入异构化反应器以产生包括吹扫气和含有非正烃和正烃的反应器烃产物的反应器流出物，所说的反应器装有一定量的异构化催化剂足以使所说的进料和所说的催化剂重量之比大于2.75（小时）^-1。

（d）将至少一部分所说的反应器产物气流与所说的吸附器流出物混合以形成含有正烃和非正烃的提高了辛烷值的产物气流。

（e）将所说的吹扫气分离出来并再循环至吸附区域。

10、根据权利要求9所述的工艺，其中有50～100%的所说的反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合。

11、根据权利要求10所述的工艺，其中所有所说的反应器烃产物与所说的吸附器流出物混合。

12、根据权利要求10所说的工艺，其中有高达50%的所说的反应器烃产物与所说的原料混合并通入所说的吸附区域。

13、根据权利要求9所述的工艺，其中所说的烃原料含有5～25摩尔%的芳香烃和环烷烃以及至少35摩尔%的另一种烃，该烃选择于异戊烷、异己烷及其混合物。

14、根据权利要求13所述的工艺，其中所说的烃原料含有不大于40摩尔%的正戊烷和正己烷之混合物。

15、根据权利要求14所述的工艺，其中所说的原料含有至少60摩尔%的C₅和C₆非环烷烃以及不大于30摩尔%的正戊烷和正己烷的混合物。

16、根据权利要求15所述的工艺，其中所说的提高了辛烷值产物的研究法辛烷值至少大于所说的原料研究法辛烷值6个单位。

17、根据权利要求8所述的工艺，其中在所说的反应器中进料与催化剂的重量比大于大约3（小时）^-1。

18、根据权利要求16所述的工艺，其中在所说的反应器中进料与催化剂的重量之比至少是4.0（小时）^-1。

19、一种用于提高含有非正烃和正戊烷及正己烷的烃原料之辛烷值的装置，包括：

（a）一个装有吸附床的吸附区，该吸附床装有能吸附所说原料中正烃的固体吸附剂;

（b）用于使所说的烃原料进入吸附区域的进料装置;

（c）使作为吸附器流出物的非正烃流出吸附区域的装置

（d）使吹扫气通入所说的吸附了正烃的吸附床以产生含有吹扫气和正烷的解吸流出物的装置;

（e）将所说的解吸流出物通入异构化反应器的装置;

（f）含有能将正烃异构成非正烃的异构化催化剂的且能产生含有吹扫气、正烃和非正烃之混合物的反应器流出物的异构化反应器;

（g）使至少一部分所说的反应器产物气流与所说的吸附器流出物混合形成含有正烃和非正烃的提高了辛烷值的产物的装置;

（h）使所说的吹扫气分离出来并再循环至所说的吸附区域的装置。

20、根据权利要求19所述的装置，其中还包括在与所说的吸附器流出物混合之前能分离出高达50%的所说的反应器烃产物的装置以及将分离出的反应器烃产物通入所说的吸附区的装置。