DE1593597C3

DE1593597C3 - Process for alkylating an isoparaffin

Info

Publication number: DE1593597C3
Application number: DE19661593597
Authority: DE
Inventors: Arthur Raymond Goldsby
Original assignee: Texaco Development Corp
Current assignee: Texaco Development Corp
Priority date: 1965-12-01
Filing date: 1966-12-01
Publication date: 1975-10-16
Also published as: DE1593597A1; DE1593597B2; GB1165759A; NL6616790A; NL150763B; BE690539A; FR1502507A

Description

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geführt, und die abfließende Säurephase, die Dialkyl- Der verwendete Alkylierungs-Säurekatalysator von sulfate enthält, wird zwecks Abtrennung der Dialkyl- einer etwa 90%igen Acidität wird zum Absorber 12 gesulfate behandelt, weiche wiederum ebenfalls als Be- fördert durch die Leitungen 21, 21a und 216. Das Schickung zur Alkylierungszone geleitet werden. Wenn Reaktionsgemisch von Absorber 11 wird durch die das Olefin in der Absorptionszone in flüssiger Phase 5 Leitung 24 zum Absetzgefäß 23 geleitet. Die Kohlengehalten wird, löst sich darin ein Teil der Dialkylsul- wasserstoffphase, enthaltend unumgesetztes Propylen fate und fließt mit dem Kohlenwasserstoff-Absorptions- und Dipropylsulfat, die im Absetzgefäß 23 gelrennt Abfluß zur Alkylierungszone. Vorteilhafterweise wird wird, wird durch die Leitung 25 zum Adsorber 12 gedie Absorptionszone gekühlt durch Verdampfung führt. Die Säure-und Kohlenwasserstoffphasen werden eines Teiles der Olefinkohlenwasserstoffbeschickung, 10 im Adsorber 12 durch rasches Umwälzen mittels des und das erhaltene olefinhaltige Gas wird im Umlauf Schnellrührers 7 in Berührung gebracht, der durch den zu einer Gasphasen-Absorptionsstufe geführt. Bei Motor 8 angetrieben wird. Die Temperatur von Adsoreiner Ausführungsform der Erfindung wird ein gasför- ber 12 wird bei —1,1 bis +4,4⁰C gehalten durch Ummiger Olefinstrom, der weniger Olefin als die stöchio- laufenlassen des Alkylierungskohlenwasserstoff-Ummetrische Menge enthält, zwecks Umwandlung der ge- 15 Setzungsgemisches durch die Leitungen 16 und 166, das samten Schwefelsäure in Dialkylsulfate mit dem Druckreduktionsventil 19 und Kühlschlange 20 im Schwefelsäure-Katalysator in einer ersten Absorptions- Adsorber 12. Die Abflüsse der Kühlschlangen 17 und zone in Berührung gebracht, wobei praktisch voll- 20, enthaltend Dampf-Flüssigkeits-Gemische von Alständiges Abziehen des Olefins von dem Absorber-End-, kylierungsprodukten, nicht verbrauchte Reaktionsteilgas bewirkt wird. Der Abfluß aus der ersten Absorp- 20 nehmer und Verdünnungsmittel, werden in den tionszone, enthaltend sowohl Monoalkylsulfate als Leitungen 18a und 18b gesammelt und durch Leitung auch Dialkylsulfate, wird dann zu einer zweiten Ab- 18 zu üblichen Verdichtungs-und Destillationsvorrichsorptionszone geleitet, und zwar in Berührung mit tungen geführt, die als Produkt-Wiedergewinnungseinem stöchiometrischen Überschuß von Olefin auf der Anlage 22 aufgeführt sind.out, and the outflowing acid phase, which contains dialkyl sulfate, the alkylation acid catalyst used is treated for the purpose of separating off the dialkyl of about 90% acidity to the absorber 12 sulfate, which in turn is also conveyed through the lines 21, 21a and 216. The feed is passed to the alkylation zone. When the reaction mixture is from absorber 11 , the olefin in the absorption zone in liquid phase 5 is passed through line 24 to the settling vessel 23. The carbon content is dissolved in it, part of the dialkyl sulphate phase containing unreacted propylene fate and flows with the hydrocarbon absorption and dipropyl sulphate, which is separated in the settling vessel 23 and drains to the alkylation zone. Advantageously, the absorption zone is cooled by evaporation through the line 25 to the adsorber 12. The acid and hydrocarbon phases are a part of the olefin hydrocarbon feed 10 in the adsorber 12 by rapid circulation by means of and the resulting olefin-containing gas is brought into contact with a high-speed stirrer 7 which is passed through the to a gas phase absorption stage. When motor 8 is driven. The temperature of Adsoreiner embodiment of the invention, a gas production about 12 is maintained at -1.1 to +4.4 ⁰ C by Ummiger olefin, the olefin is less than the stoichiometrically running the Alkylierungskohlenwasserstoff-Ummetrische set contains, for the purpose of converting the ge - 15 Settlement mixture through lines 16 and 166, the entire sulfuric acid in dialkyl sulfate with the pressure reduction valve 19 and cooling coil 20 in the sulfuric acid catalyst in a first absorption adsorber 12. The outflows of the cooling coils 17 and zone brought into contact, with practically full 20 , containing vapor-liquid mixtures of Al constant removal of the olefin from the absorber end, kylation products, unused reaction part gas is effected. The effluent from the first absorber and diluent are collected in the tion zone, containing both monoalkyl sulfates as lines 18a and 18b and through line also dialkyl sulfates, is then passed to a second absorption zone 18 to the usual compression and distillation apparatus in contact with lines listed as product recovery of a stoichiometric excess of olefin on unit 22.

Grundlage vollständiger Umwandlung von Mono- 25 Das Umsetzungsgemisch von Adsorber 12 wirdBasis for complete conversion of mono- 25 The conversion mixture of adsorber 12 is

alkylsulfaten und Schwefelsäure in Dialkylsulfate. durch die Leitung 27 zum Absetzgefäß 14 geleitet.alkyl sulfates and sulfuric acid in dialkyl sulfates. passed through line 27 to settling vessel 14.

Erfindungsgemäß erfolgt somit die Olefinabsorption Die abgetrennte Kohlenwasserstoffphase aus Absetzin der verwendeten Schwefelsäure bei einem stöchio- gefäß 14, enthaltend unumgesetztes Propylen und Dimetrischen Überschuß an Olefin, wobei praktisch die propylsulfat, wird durch die Leitung 28 zum Alkyliegesamte Schwefelsäure zu Dialkylsulfaten umgewandelt 30 rungsreaktor31 geführt, worin das Propylen und Diwird; das nicht absorbierte "Olefin gelangt zur Alkylie- propylsulfat wie nachstehend beschrieben mit Isobutan rungszone. Gemäß einer Ausführungsform des Ver- umgesetzt werden unter Bildung von Alkylat und Freifahrens wird das flüssige Olefin, mit welchem die Ab- Setzung von 100%iger Schwefelsäure,
sorptionszone beschickt wird, durch die exotherme Die Säurephase aus Absetzgefäß 23 wird durch die Wärme der Olefinabsorption verdampft und dieser 35 Leitung 32 zum Gegenstromextraktor 33 nahe seines Dampf durch eine vorhergehende Absorptionszone Oberteils geleitet. Isobutan wird ebenfalls in den geleitet. Extraktor 33 durch Leitung 34a nahe des Bodens einge-According to the invention, the olefin absorption thus takes place The separated hydrocarbon phase from settling in the sulfuric acid used in a stoichiometric vessel 14, containing unreacted propylene and dimetric excess of olefin, with practically the propyl sulfate, is converted through line 28 to alkyl total sulfuric acid to dialkyl sulfates converted into 30 rungsreaktor31, in which which will propylene and di; the non-absorbed "olefin arrives at the alkyl propyl sulfate, as described below, with an isobutane ionization zone.
Sorption zone is charged, through the exothermic The acid phase from the settling vessel 23 is evaporated by the heat of the olefin absorption and this 35 line 32 is passed to the countercurrent extractor 33 near its steam through a preceding absorption zone upper part. Isobutane is also fed into the. Extractor 33 through line 34a close to the bottom.

In den Zeichnungen zeigt führt. Das durch den Extraktor 33 laufende IsobutanIn the drawings shows leads. The isobutane passing through the extractor 33

F i g. 1 die Erfindung mit zwei Absorbern, die so löst Dipropylsulfat aus der absteigenden Säurephase,F i g. 1 the invention with two absorbers, which dissolves dipropyl sulfate from the descending acid phase,

arbeiten, daß sich eine Gegenstromberührung von 4° Die verbrauchte Säure, enthallend einen Säure-ÖI-work that a countercurrent contact of 4 ° The used acid, containing an acid-oil

Olefin und Säure ergibt, in Kombination mit einer Komplex von Alkylierungsverunreinigungen und Was-Olefin and acid, in combination with a complex of alkylation impurities and water

Alkylierungseinheit unter Verwendung einer Abküh- ser wird aus dem Extraktor 33 durch die Leitung 36 ab-The alkylation unit using a cooler is removed from the extractor 33 through line 36.

lung des Abflusses; geführt. Der Kohlenwasserstoff-Kopfanteil (overhead)ment of the drain; guided. The hydrocarbon head portion (overhead)

F i g. 2 erläutert die Verwendung von gasförmigem aus Extraktor 33, enthaltend einen Isobutanextrakt vonF i g. 2 illustrates the use of gaseous from extractor 33 containing an isobutane extract of

Olefin in einer ersten Absorptionsslufe und von flüssi- 45 Dipropylsulfat, wird durch Leitung 37 zum Säurebe-Olefin in a first absorption run and from liquid dipropyl sulfate, is through line 37 to the acid level

gem Olefin in einer zweiten Absorptionsstufe mit handler 38 geführt. Ein geringer Strom von benutzteraccording to olefin in a second absorption stage with handler 38 performed. A small stream of used

Selbstkühlung der zweiten Absorptionsstufe. Alkylierungssäure wird ebenfalls durch Leitung21 c Self-cooling of the second absorption stage. Alkylating acid is also supplied through line 21 c

Mit Bezug auf Fig. 1 werden die Säurephase aus zumSäurebehandler38geführt. DerSäurebehandler38 Absetzgefäß 14, enthaltend Monopropylsulfate, Di- ist ein Mischer, der mit einem Schaufelrührer 45, angepropylsulfate und Schwefelsäure über Leitung 13 zum 50 trieben durch Motor 46, ausgestattet ist. Das gesamte Absorberll geführt. Die Propan-Propylen-Beschik- polymere Öl und der Säure-Öl-Komplex, der in dem kung wird durch Leitung 10 zum Absorber 11 in einer Extrakt vom Extraktor 33 vorliegen kann, wird durch Menge geführt, daß ein stöchiometrischer Überschuß die Säure im Säurebehandler 38 entfernt. Das Uman Propylen geschaffen wird, der das gesamte Mono- setzungsgemisch aus dem Säurebehandler 38 wird alkvlsulfat und die restliche Schwefelsäure in Dipropyl- 55 durch Leitung 40 in das Absetzgefäß 41 geleitet, sulfat umwandelt. Der Inhalt von Absorber 11 wird Der säurebehandelte Kopfanteil aus dem Absetzinnig vermischt durch Umwälzen mittels des Schnell- gefäß 41, der praktisch frei von Alkylierungsverunreirührers 6, der durch den Motor 5 angetrieben wird. nigungen ist und Isobutan und Dipropylsulfat enthält, Die Temperatur des Absorbers 11 wird bei etwa —1,1 wird durch die Leitungen 42 und 28 zum Alkylierungsbis +4,4 C gehalten, indem das Alkylierungskohlen- 60 reaktor 31 geführt.Referring to Fig. 1, the acid phase is passed to acid handler 38. The acid handler 38 settling vessel 14 containing monopropyl sulfate, di- is a mixer equipped with a paddle stirrer 45, propyl sulfate, and sulfuric acid via line 13 to be driven by motor 46. The entire Absorberll led. The propane-propylene charge polymer oil and the acid-oil complex, which can be present in the kung is through line 10 to the absorber 11 in an extract from the extractor 33, is carried out in an amount such that a stoichiometric excess of the acid in the acid treatment 38 removed. The Uman propylene is created, which converts the entire monosettlement mixture from the acid treatment 38 is converted to alkylene sulphate and the remaining sulfuric acid into dipropyl 55 through line 40 into the settling vessel 41, converts sulphate. The contents of the absorber 11 are mixed with the acid-treated head portion from the sedimentation by circulation by means of the high-speed vessel 41, which is practically free of alkylation impurities 6, which is driven by the motor 5. and contains isobutane and dipropyl sulfate. The temperature of absorber 11 is maintained at about -1.1 through lines 42 and 28 to the alkylation to +4.4 C, in which the alkylating carbon reactor 31 is conducted.

wasserstoff-Umsetzungsgemisch durch die Leitungen Alkylierungsreaktor 31 ist eine übliche Beriihrungs-hydrogen reaction mixture through the lines alkylation reactor 31 is a common touch

16 und 16a sowie das Druckreduktionsventil 15 ge- vorrichtung, die mit der Kühlschlange 24 und dem16 and 16a as well as the pressure reduction valve 15 device which is connected to the cooling coil 24 and the

leitet wird, wodurch Verdampfung eines Teils des Schnellrührer 3 ausgestattet ist, der durch den Motor4is conducted, whereby evaporation of a part of the high-speed stirrer 3 is provided, which is produced by the motor4

Kohlenwasserstoffs und Abkühlung des erhaltenen angetrieben wird. Frische Olefinbeschickung, dieHydrocarbon and cooling the obtained is driven. Fresh olefin charge that

Dampf-Flüssigkeits-Gemisches bewirkt wird. Das ab- 65 Propylen, Butylene und Butylenpolymerisate enthaltenVapor-liquid mixture is effected. The ab- 65 contain propylene, butylene and butylene polymers

gekühlte Dampf-Flüssigkeitsgemisch wird durch die kann, wird in der Leitung 29, die IsobutanbeschickungThe cooled vapor-liquid mixture is passed through the can, is in line 29, the isobutane feed

Kühlschlange 17 geleitet in direktem Wärmeaustausch in der Leitung 30 und das im Umlauf rückgeführte Iso-Cooling coil 17 conducted in direct heat exchange in line 30 and the circulating iso-

mit den Umsetzungsteilnehmern in Absorber II. butan in der Leitung 34 zu dem Alkylierungsreaktor31with the reaction participants in absorber II. butane in line 34 to the alkylation reactor31

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befördert. Umlaufsäure-Katalysator aus dem Absetz- Bei dem Adsorptionsschritt soll möglichst viel Säure gefäß 39 wird in der Leitung21, und eine kleine Menge mit Olefin unter Bildung von Dialkylsulfat umgesetzt frischer Schwefelsäure mit einer Stärke von 97,5 bis werden. Als Olefinbeschickungsmaterial wird Propylen 99,5% wird — um den geringen Verlust aus dem bevorzugt. Die Absorption kann entweder in der System an verbrauchter Säure aus dem Extraktor 33, 5 Dampf- oder Fliissigkeitsphase ausgeführt werden oder die durch Leitung 43 hinzugefügt worden ist, auszu- in einer Kombination derselben. Beispielsweise kann gleichen — zum Alkylierungsreaktor 31 geleitet. Das der Hauptanteil der Absorption in der Dampfphase Isobutan wird durch die Olefine und Alkylsulfate im durchgeführt werden und nachfolgend in der flüssigen Alkylierungsreaktor 31 alkyliert unter Bildung eines Phase für den letzten Teil des Absorptionsschrittes Alkylates von hoher Qualität und Freisetzung von io zwecks hoher Umwandlung der Säure zu Dialkylsulfa-100%iger Schwefelsäure aus den Alkylsulfaten. ten. Vorteilhafterweise kann eine konzentrierte Olefin-Das Reaktionsgemisch aus dem Reaktor 31 wird beschickung in flüssiger Phase, z. B. aus der katalytidurch die Leitung 44 in das Absetzgefäß 39 geleitet. sehen Spaltung, einer Mischpumpe zugeführt werden, Wie vorstehend erwähnt, wird ein Teil der abgetrennten die verwendet wird, um die Säurephase aus der Kohlenwasserstoffphase aus dem Absetzgefäß 39 ver- 15 Dampfphasenadsorption zum Extraktor zwecks Exwendel, um die Absorber 11 und 12 durch indirekten traktion von Dialkylsulfat zu pumpen. Gewünschten-Wärmeaustausch zu kühlen oder in ihnen eine geeigne- falls kann das gesamte unumgesetzte Olefin abgetrennt te niedrige Temperatur aufrechtzuerhalten. Ein anderer oder zum Extraktor weitergeleitel und im Isobutan-Teil wird verwendet, um den Alkylierungsreaklor31 extrakt gewonnen sowie schließlich zur Alkylierungszu kühlen, indem man ihn durch die Leitungen 16 und 20 zone geführt werden.promoted. Circulating acid catalyst from the settling During the adsorption step, as much acid as possible should be used Vessel 39 is reacted in line 21, and a small amount with olefin to form dialkyl sulfate fresh sulfuric acid with a strength of 97.5 to be. Propylene is used as the olefin feed 99.5% is preferred to the small loss from the. The absorption can either be in the System of spent acid from the extractor 33, 5 vapor or liquid phase are carried out or which has been added through line 43, in a combination thereof. For example, can same - passed to the alkylation reactor 31. That is the main part of the absorption in the vapor phase Isobutane will be carried through the olefins and alkyl sulfates in and subsequently in the liquid Alkylation reactor 31 alkylates to form a phase for the final part of the absorption step High quality alkylates and release of io for the purpose of high conversion of the acid to 100% dialkyl sulfa Sulfuric acid from the alkyl sulfates. th. Advantageously, a concentrated olefin-Das Reaction mixture from reactor 31 is charged in the liquid phase, e.g. B. from the catalytic through the line 44 is passed into the settling vessel 39. see cleavage, fed to a mixing pump, As mentioned above, some of the separated is used to remove the acid phase from the Hydrocarbon phase from the settling vessel 39 is 15 vapor phase adsorption to the extractor for the purpose of ex-spiral, to pump the absorbers 11 and 12 by indirect traction of dialkyl sulfate. Desired heat exchange to cool or in them a suitable one, all of the unreacted olefin can be separated off te maintain low temperature. Another or forwarding to the extractor and in the isobutane part is used to obtain the alkylation reactor31 extract and ultimately for the alkylation cool by passing it through lines 16 and 20 zone.

16c, das Druckreduktionsventil 48 und die Kühl- Benutzte Alkylierungssäure mit einer titrierbaren schlange 47 leitet. Die Flüssigkeit und der Dampf aus Acidität von 88 bis 93 Gewichtsprozent ist das bevorder Kühlschlange 47, enthaltend Propan, Isobutan und zugte Säure-Beschickungsmaterial für den Absorp-Alkylat, wird durch die Leitung 18c abgezogen und tionsschritt, obwohl in einigen Fällen, z.B. wenn mit dem gleichen Gemisch in den Leitungen 18a und 25 Amylene alkyliert werden sollen, sie eine niedrigere 180 vereint zwecks Wiedergewinnung und Destillation Konzentration von 80 bis 85% haben kann. Säure aus in der Produkt-Wiedergewinnungsanlage 22. Inder An- anderen Quellen, wie z. B. frische Säure oder Säure aus lage 22 werden übliche Verdichtungs- und Destilla- chemischen Reaktionen und aus der Säurebehandlung tionssysteme verwendet zur Trennung des Alkylatpro- von Erdölnaphtha oder Schmieröl, kann ebenfalls verduktes, das über Leitung 49 abgeführt wird, des Iso- 30 wendet werden.16c, the pressure reduction valve 48 and the cooling used alkylating acid with a titratable snake 47 heads. The liquid and vapor from acidity of 88 to 93 weight percent is the front Cooling coil 47 containing propane, isobutane and added acid feed material for the Absorp alkylate, is withdrawn through line 18c and step, although in some cases, e.g. with the same mixture in lines 18a and 25 amylenes are to be alkylated, they have a lower value 180 combined for recovery and distillation can have a concentration of 80 to 85%. Acid off in the product recovery plant 22. In the other sources, such as e.g. B. fresh acid or acid Layer 22 are common compression and distillation chemical reactions and from acid treatment tion systems used to separate the alkylate from petroleum naphtha or lubricating oil, can also be used which is discharged via line 49, the ISO 30 are turned.

butan, das über Leitung 34 im Umlauf zurückgeführt Bei Verwendung starker Säure zusammen mit Prowird, und des Propans, das über Leitung 50 abgeführt pylen ist eine Temperatur von —6,67 bis + 15,56°C wird. zufriedenstellend. Wenn Butylene verwendet werden, Bei dem oben in Verbindung mit F i g. 1 beschriebe- insbesondere Isobutylen oder Isobutylen enthaltende nen Verfahren wird eine frische Olefinbeschickung 35 Beschickungsmaterialien, sind ziemlich niedrige Temaich zum Absorber 11 befördert, und es wird aufge- peraturen und kurze Zeiten vorteilhaft. Isobutylen kann z;igr, daß unumgesetztes Olefin aus dem Absorber 11 zuerst vorteilhafterweise entfernt werden durch Verzum Absorber 12 geführt wird, zu dem auch die ver- wendung einer schwachen Säure von etwa 60- bis wendete Alkylierungssäure geleitet wird. Dieser Strom 70 %iger Konzentralion.butane, which is recirculated via line 34. If strong acid is used together with Pro, and the propane, which is discharged via line 50, has a temperature of -6.67 to + 15.56 ° C will. satisfactory. If butylenes are used, the above in connection with FIG. 1 described - in particular containing isobutylene or isobutylene In the process, a fresh olefin feed 35 feed materials are fairly low temperatures conveyed to the absorber 11, and temperatures and short times are advantageous. Isobutylene can z; igr that unreacted olefin from the absorber 11 is first advantageously removed by means of addition Absorber 12 is performed, to which the use of a weak acid of about 60 to turned alkylating acid is passed. This current 70% concentralization.

bewirkt ein Inberührungbringen im Gegenstrom so- 4° Verhältnismäßig konzentriertes Olefinmaterial, z. B. wohl des Olefins als auch der Säure und führt zu einer aus der katalylischen Spaltung, wird bevorzugt, maximalen Olefinadsorplion, da der schwächere Öle- obwohl vom wirtschaftlichen Standpunkt aus magere finstrom mit der stärkeren Säure umgesetzt wird. Ausgangsmaterialien, wie mageres Propylenmaterial Frisches Olefin kann jedoch ebenfalls in den Absorber mit nur geringem Wert als Brennstoff, vorteilhaft sind. η 12 durch eine nicht gezeigte Olefin-Beschickungslei- 45 Der Absorptionsschritt kann in aus der Technik γ tung geführt werden. In diesem Falle wird der Kohlen- bekannten Berührungsvorrichtungen durchgeführtwer- j wasserstoff-Kopfanteil von Absetzgefäß 23 in Leitung den, z. B. in Mischer-Absetzgefäßen, Zentrifugal-Be- j 25, enthaltend Isobutan und Dialkylsulfat, vom Absor- rührungsvorrichtungen, Gegenstromtürmen, oder in ber 12 abgelenkt und direkt in den Alkylierungsreaktor zwei oder mehr mechanisch gerührten Reaktoren, die 31 geführt. Durch Zuführung des Isobutans und Di- 50 unter Erzeugung eines Gegenstrom-Flusses arbeilen, alkylsulfats aus dem Absetzgefäß 23 direkt zur Alky- Das Inberührungbringen im Gegenstrom wird belierung und nicht zum Absorber 12 wird es möglich, vorzugt, um eine hohe Umwandlung von Säure zu'Didaß ein größerer Prozentsatz an Säure in extrahierbares alkylsulfaten zu erzielen und in den meisten Fällen Dialkylsulfat umgewandelt wird, und zwar mit einem zwecks hoher Umwandlung des Olefins,
geringeren Säuregesamtverbrauch in der Alkylierung 55 Wenn die Absorber in der flüssigen Phase arbeiten, und auch mit geringerem Olefinverlust als Alkylsulfate löst der nicht umgesetzte Kohlenwasserstoff einen erin der verbrauchten Säure aus Extraktor 33. heblichen Anteil des Dialkylsulfates, z. B. etwa 20 GeFalls dieses Olefin zu beiden Absorptionszonen un- wichtsprozent bei etwa —1,1⁰C in Propan-Propylen. ter solchen Bedingungen geführt wird, daß praktisch Es ist zwar erwünscht das Dipropylsulfat der Alkydas gesamte Olefin in der Kohlenwasserstoffphase von 60 lierung zuzuführen, und dennoch ist dies unerwünscht, einer der Berührungsvorrichtungen absorbiert wird, wenn zuviel Propan oder η-Butan vorliegen, weil solche kann es erwünscht sein, diesen Teil der abgetrennten Verdünnungsmittel die Alkylierungsreaktion ungünstig Kohlenwasserstoffphase von dem Alkylierungssystem beeinflussen. Derartige Verdünnungsmittel können entabzulenken, und zwar wegen der vorliegenden Ver- fernt werden und liefern gleichzeitig Kühlung für den dünnungsmittelkohlenwasserstoffe. In diesem Falle ist 65 Absorber durch Entspannen des Abselzgefäßes am es vorteilhaft, das gelöste Dialkylsulfat aus dem Koh- Kopf und Weiterleiten des erhaltenen gekühlten lenwasserstoff z. B. durch Verdampfen zu gewinnen Flüssigkeit-Dampf-Gemisches in indirektem Wärme- und es der Alkylierung zuzuführen. austausch mit dem Absorber. Nach der Verwendungcauses a countercurrent contact so- 4 ° Relatively concentrated olefin material, e.g. B. probably of the olefin as well as the acid and leads to one from the catalylic cleavage, is preferred, maximum Olefinadsorplion, since the weaker oil - although from an economical point of view lean fin stream is reacted with the stronger acid. Feedstocks such as lean propylene material, however, fresh olefin can also be beneficial in the absorber with little value as a fuel. η 12 through an olefin feed line (not shown). The absorption step can be carried out in from the technique γ device. In this case, the known contact devices for coal are carried out; B. in mixer settling vessels, centrifugal Bej 25 containing isobutane and dialkyl sulfate, from the absorption stirrer devices, countercurrent towers, or diverted over 12 and two or more mechanically stirred reactors, the 31 led directly into the alkylation reactor. By supplying the isobutane and di- 50 working with the generation of a countercurrent flow, alkyl sulfate from the settling vessel 23 directly to the alky- The countercurrent contacting becomes aeration and not to the absorber 12 it is possible, preferred, in order to achieve a high conversion of acid. That a greater percentage of acid is obtained in extractable alkyl sulfate and, in most cases, dialkyl sulfate is converted with a high conversion of the olefin,
lower total acid consumption in the alkylation 55 If the absorbers work in the liquid phase, and also with lower olefin loss than alkyl sulfates, the unreacted hydrocarbon dissolves a significant proportion of the dialkyl sulfate in the acid consumed from extractor 33, e.g. B. about 20 GeFalls this olefin to the two absorption zones un- weight percent at about -1.1 ⁰ C in propane-propylene. It is carried out under such conditions that practically it is desirable to supply the dipropyl sulfate of the alkyd all of the olefin in the hydrocarbon phase of 60 lation, and yet this is undesirable, one of the touch devices is absorbed if too much propane or η-butane is present, because such can it may be desirable for this portion of the separated diluents to adversely affect the alkylation reaction of the hydrocarbon phase from the alkylation system. Such diluents can de-deflect, and indeed because of the present distance, and at the same time provide cooling for the diluent hydrocarbons. In this case, 65 absorber by letting go of the Abselzgefäßes it is advantageous to remove the dissolved dialkyl sulfate from the Koh- head and pass the resulting cooled lenwasserstoff z. B. to gain by evaporation liquid-vapor mixture in indirect heat and supply it to the alkylation. exchange with the absorber. After using

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zur Kühlung wird das erhaltene Flüssigkeit-Dampf- führung guter Trennung der Säure- und Kohlenwasser-Gemisch abgetrennt, und die Dialkylsulfat enthaltende Stoffphasen im Absetzgefäß 23 diese Trennung erleich-Flüssigkeit, die hinsichtlich des Propan- oder ßutange- tert werden durch Einführung von Isobutan in das haltes wesentlich herabgesetzt worden ist, wird dann Absorptionsgemisch mittels hier nicht aufgezeigter der Alkylierung zugeführt. 5 Vorkehrungen. Zum Beispiel kann man Isobutan in dia j Es ist erwünscht, praktisch das gesamte Dialkylsul- Leitung 24 einführen, die sich vom Absorber zum Abfat in der Säurephase von dem Absorber zwecks maxi- setzgefäß erstreckt. Vorteilhafterweise kann man eine maler Ausbeute an wiedergewonnener Säure zu extra- Menge bis zum vollen Betrag, mit dem normalerweise nieren. Es werden Extraktionstemperaturen unter die Extraktionsstufe beschickt wird, bis zu 6 Voljm-37,78°C benutzt, und geringe Temperaturen, z. B. von ₁₀ teilen für jedes Volumen Dialkylsulfat oder mehr oder etwa 4,44 bis 15,56°C, sowie kurze Zeiten von weniger 5 Volumina pro Volumen der Säurephase unter als etwa 20 min. werden bevorzugt. Der Extraktions- Mischen dem Absorber-Reaktionsgei. i .cn zuführen, schritt kann in aus der Technik bekannten Vorrichtun- so daß der Hauptanteil an Dialkylsulfat extrahiert gen, z.B. in Mischer-Absetzgefäßen, Zentrifugal-Be- wird und eine gute Trennung stattfindet. Wenn dies gerührungsvorrichtungen oder Gegenstromtürmen, z. B. ₁₅ schellen ist, wird die Kohlenwasserstoffphase aus Abin einem Scheiben-Berührungs-Extraktor durchgeführt setzgefäß 23 zur Alkylierung geleitet, und es \eroleibt werden. weniger Dialkylsulfat in der Säurephase, die in der Vorzugsweise wird Isobutan verwendet zur Extrak-^ üblichen Extraktionsstufe zu extrahieren ist. Als tion der Dialkylsulfate aus dem Absorber-Umsetzungs- Ergebnis kann man einen Extraktionsturm von kleinegemisch, aber es können auch normale Paraffine, wie ₂₀ ren Abmessungen verwenden.for cooling, the resulting liquid-vapor guidance good separation of the acid and hydrochloric water mixture is separated off, and the substance phases containing dialkyl sulfate in the settling vessel 23 facilitate this separation-liquid, which in terms of propane or ßutantern are tert by introducing isobutane into the hold has been significantly reduced, then absorption mixture is fed to the alkylation by means of a not shown here. 5 Precautions. For example, isobutane can be used in the dia j It is desirable to introduce practically all of the dialkyl sulphon line 24 which extends from the absorber to the waste in the acid phase from the absorber to the maxi-setting vessel. Advantageously, one can get a painful yield of recovered acid to extra amount up to the full amount with which normally kidney. Extraction temperatures are charged below the extraction stage, up to 6 Voljm -37.78 ° C, and low temperatures, e.g. B. ₁₀ parts for each volume of dialkyl sulfate or more, or about 4.44 to 15.56 ° C., and short times of less than 5 volumes per volume of acid phase below about 20 minutes are preferred. The extraction mixing the absorber reaction gel. i .cn feed, step can be done in devices known from the art, so that the main part of dialkyl sulfate is extracted, for example in mixer settling vessels, centrifugal loading and a good separation takes place. If this is agitating devices or countercurrent towers, e.g. B. ₁₅ is ringtone, the hydrocarbon phase from Abin a disk contact extractor is carried out set vessel 23 passed to the alkylation, and it \ eroleibt. less dialkyl sulfate in the acid phase, which is to be extracted in the Isobutane is preferably used for the extraction stage. An extraction tower of a small mixture can be used as the dialkyl sulfate from the absorber conversion result, but normal paraffins, such as ₂₀ ren dimensions, can also be used.

Propan und η-Butan, oder Olefine verwendet werden. Die Löslichkeit der Dialkylsulfate in Isobutan nimmt r- Dialkylsulfate besitzen eine größere relative Lös- mit der Temperatur zu. So wird im allgemeinen bei ) lichkeit in Kohlenwasserstoff-Lösungsmitteln als die η edrigeren Temperaturen eine höhere Lösungsmittel-Alkylsäuresulfate. Es ist also erwünscht, wirksams d jsierung benötigt. Das Gleichgewicht zwischen Alkyl-Bedingungen in der Extraktionsstufe zu verwenden, so ₂₅ siuresulfat und dem erwünscliten Dialkylsulfat wird daß man nicht nur die Dialkylsulfate, sondern auch die mehr begünstigt bei niedrigerenTemperaturen, und bei Alkylsäuresulfate extrahiert. Derartige Bedingungen die ien findet auch geringerer Abbau des sauren Mateschließen eine hohe Lösungsmitteldosierung in der ri Is statt. Man kann aus diesen Faktoren Vorteile Größenordnung von 6 Molen Lösungsmittel pro Mol zhnen, um überlegene Ergebnisse zu erzielen, nämlich Alkylsulfat oder höher, Raffinat-Umlaufrückführung, ₃₀ ei *e höhere Ausbeute an extrahiertem Dialkylsulfat vielstufige Gegenstromextraktion und optimale Ba- m l weniger Lösungsmittel. Dies kai.n durchgeführt Schickungsgeschwindigkeit für ein gegebenes Extiak- w rden unter Verwendungeinesumgekei.rtenTempirationsgefäß ein. In Ansätzen mit Versuchsanlagen wur- tu gradienten, d. h. einer höheren Temperatur in den den viel bessere Ergebnisse mit einem Verhältnis von Endstufen einer vielstufigen Gegenstromextraktion Kohlenwasserstoff-Lösungsmittel, enthaltend im we- ₃₅ ο ler am Boden des Turmes als bei der Anfangsstufe sentlichen Isobutan, zu Dipropylsulfat von etwa 6 er- oier im Oberteil des Turmes. Verhältnismäßig warmes zielt als mit einem Verhältnis von 3 und etwas bessere Isobutan wird in die Endstufe oder nahe dem Boden Ergebnisse mit einem Verhältnis von 16 als mit einem ein ;s Turmes so weit zugeführt, daß mii.dejtcnsS Vo-Verhältnis von 6. Unter den Arbeitsbedingungen ist das Iu .lina Isobutan pro Volumen Dialkyisullat vorliegen, Volumenverhältnis von Isobutan zu Dipropylsulfat ₄₀ d.e eine Temperatur von etwa 15,6°C im Turmboden etwa das gleiche wie das Molverhältnis. Für Dibutyl- ergeben. Bei einer früheren Stufe oder etwa auf dem sulfat ist das Molverhältnis etwas höher als das VoIu- halben Wege aufwärts des Turmes wird zusätzlich lso- «. menverhältnis, da das Molekulargewicht von Dipropyl- butan, wie das kalte Kühlmittel-Umlaufisobuian von ') sulfat 180 und das von Dibutylsulfat 210 beträgt. Die etwa —6,7 bis —1,1°C, eingeführt, so daß die rempegenaue benötigte Lösungsmitteldosierung hängt in ₄₅ ratur im Oberteil des Turmes etwa 7,2 bis 10,0'C begewissem Ausmaß von den anderen Bedingungen ab. trägt.Propane and η-butane, or olefins can be used. The solubility of dialkyl sulfates in isobutane increases. Dialkyl sulfates have a higher relative solubility with temperature. Thus, a higher solvent Alkylsäuresulfate is generally conducted at) friendliness in hydrocarbon solvents than are the η edrigeren temperatures. So it is desirable that effective d jsization is needed. To use the equilibrium between alkyl conditions in the extraction _{step, so 25} acid sulfate and the desirable dialkyl sulfate, that one not only extracts the dialkyl sulfates, but also the more favored at lower temperatures, and with alkyl acid sulfates. Such conditions also take place less degradation of the acidic material close a high solvent dosage in the ri Is instead. One can derive advantages of the order of 6 moles of solvent per mole from these factors to achieve superior results, namely alkyl sulfate or higher, raffinate recycle, ₃₀ ei * e higher yield of extracted dialkyl sulfate, multi-stage countercurrent extraction, and optimal bath l less solvent. This could not be done at the rate of delivery for a given extiac using an inverted temperature vessel. In batches with test facilities wur- tu gradient, a higher temperature that is in the much better results with a ratio of output stages of a multi-stage countercurrent extraction the hydrocarbon solvent containing the GR ₃₅ ο ler at the bottom of the tower than in the initial stage sentlichen isobutane to Dipropyl sulphate of about 6 oier in the upper part of the tower. Relatively warm aims than with a ratio of 3 and slightly better isobutane is fed into the final stage or near the bottom results with a ratio of 16 than with one; s tower so far that mii.dejtcnsS Vo ratio of 6. Among the Working conditions are that Iu .lina isobutane per volume of dialkyisullate are present, volume ratio of isobutane to dipropyl sulfate ₄₀ de a temperature of about 15.6 ° C in the tower base about the same as the molar ratio. For dibutyl result. At an earlier stage or on the sulphate, for example, the molar ratio is somewhat higher than the full way up the tower is additionally iso- «. ratio, since the molecular weight of dipropylbutane, like the cold circulating refrigerant isobuian of ') sulfate, is 180 and that of dibutylsulfate is 210. The approximately -6.7 to -1.1 ° C, is introduced, so that the exact Rempe required solvent dosage depends in ₄₅ temperature in the upper part of the tower about 7.2 to 10,0'C begewissem extent of the other conditions. wearing.

Beispielsweise steigt die Löslichkeit von Dialkylsulfaten Wenn man die Extraktion bei Extrakt-Abführungsmit der Temperatur, und eine Säule gegebener Ab- temperaturen von etwa 7,2 bis 37,8^&C durchführt, messungen, z. B. ein Extraktionsturm mit rotierender kann ein großer Prozentsatz der Dialkylsulfate aus der Scheibe, besitzt einen optimalen Durchsatz. Es scheint 50 Lösung herausgenommen werden durch Abkühlendeis jedoch, daß das Volumenverhältnis von Isobutan zu Extraktes auf eine Temperatur unterhalb etwa4,4°C, Dialkylsulfat immer oberhalb 3 und vorzugsweise oder vorzugsweise unter etwa —1,1° C. Das so abgeoberhalb 6 sein sollte. trennte Dialkylsulfat ist sehr rein und frei von Alkylie-Das Raffinat oder die verbrauchte Säure aus der rungsverunreinigungen. Daher ist es ein bevorzugtes Extraktionsstufe enthält Wasser, Alkylsäuresulfate, 55 Beschickungsmaterial für die Alkylierung. Das Ab-Dialkylsulfate und das Reaktionsprodukt von Säure kühlen kann man auf verschiedene Weise durchführen, und polymeren Öl, das sich während der Alkylierungs- z. B. durch Verfampfen eines Teiles des Kohlenwasser-Absorptions- und Säurebehandlungsschritte gebildet stoffes oder durch indirekten Wärmeaustausch mit dem hat. Der Extrakt enthält das Kohlenwasserstoff-Lö- Kühlmittel-Umlaufisobutan, das etwa —6.7 C besungsmittel, Dialkylsulfat und eine verhältnismäßig 60 sitzt. Dieser Abkühlungsarbeitsgang kann auch angekleine Menge Alkylsäuresulfat. Die Extraktionsbe- wendet werden auf die Kohlenwasserstoffphase aus dingungen werden gewöhnlich so gewählt, daß sie mög- einem Absorber, z. B. den Kopfanteil aus den Absetzlichst einem Vorliegen nur des Säure-ÖI-Reaktions- gefäßen 14 und 23, insbesondere, wenn die Absetzproduktes und von Wasser in der verbrauchten Säure gefäße bei etwa 4,4° C oder höher betrieben werden, oder Säurephase nahekommen, wobei alle Alkylsulfate 65 Das nicht umgesetzte Propan-Propylen im Absetzgefäß in dem Extrakt oder der organischen Phase sich befin- 14 löst etwa 20 % Dipropylsulfat bei etwa —1.1 C und den. noch mehr oberhalb —1,1°C. Annähernd 50",, des Falls diese Schwierigkeit auftritt, kann zur Herbei- Dipropylsulfats können aus der Lösung herausbe-For example, the solubility of dialkyl rises If temperatures at the extraction extract Abführungsmit temperature, and a column of a given waste is carried out from about 7.2 to ^37.8 C, measurements z. B. a rotating extraction tower can remove a large percentage of the dialkyl sulfate from the disk, has an optimal throughput. It seems that the solution can be removed by cooling ice, however, that the volume ratio of isobutane to extract to a temperature below about 4.4 ° C, dialkyl sulfate always above 3 and preferably or preferably below about -1.1 ° C. That should be above 6 . separated dialkyl sulfate is very pure and free from alkyl- The raffinate or the spent acid from the impurities. Hence, it is a preferred extraction stage which contains water, alkyl acid sulfates, 55 feedstock for the alkylation. The ab dialkyl sulfate and the reaction product of acid cooling can be carried out in various ways, and polymeric oil that is formed during the alkylation z. B. formed by evaporation of part of the hydrocarbon absorption and acid treatment steps material or by indirect heat exchange with the has. The extract contains the hydrocarbon-solvent-coolant-circulating isobutane, which is about -6.7 ° C, dialkyl sulfate and a relatively high temperature. This cooling operation can also use a small amount of alkyl acid sulfate. The extraction conditions are applied to the hydrocarbon phase and are usually chosen so that they can be used as an absorber, e.g. B. the head portion from the settlements only if the acid-oil reaction vessels 14 and 23 are present, especially if the settling product and water in the used acid vessels are operated at about 4.4 ° C or higher, or come close to the acid phase , with all alkyl sulfates 65 The unreacted propane-propylene in the settling vessel is in the extract or in the organic phase. even more above -1.1 ° C. Approximately 50% of the time this problem arises, it can cause dipropyl sulfate to be removed from the solution.

kommen werden durch Abkühlen der abgetrennten Kohlenwasserstoff phase auf etwa —6,7° C.come by cooling the separated hydrocarbon phase to about -6.7 ° C.

Die polymere Ölverunreinigung in dem Absorber-Extraktor-Extrakt ist stark ungesättigt und reagiert leicht mit starker Schwefelsäure, z. B. mit frisch für die Alkylierung angesetzter Säure oder mit benutzter Alkylierungssäure von etwa 90%iger Konzentration. Die starke Schwefelsäure entfernt auch den gesamten vorliegenden Säure-Öl-Komplex. Wenn es also erwünscht ist, kann der Absorberextrakt vor der Zuführung zur Alkylierung und wahlweise nach Entfernung jeglichen überschüssigen nicht umgesetzten Olefins säurebehandelt werden. Gute Ergebnisse werden erhalten durch Säurebehandlung des polymeren Öls in Isobutanlösung mit benutzter Alkylierungssäure von etwa 90%iger Konzentration bei einer Temperatur von 29,4°C und während einer Zeit von 1 Stunde. Jedoch wird eine Temperatur von nicht über 4,4 bis 15,6° C und eine kurze Zeit in der Größenordnung von einigen Minuten oder weniger bevorzugt. Tatsächlich scheint eine so kurze Zeit ausreichend zu sein, die sich beim Vermischen mittels einer Druckablaßöffnung ergibt.The polymeric oil contaminant in the absorber extractor extract is highly unsaturated and reacts easily with strong sulfuric acid, e.g. B. with fresh for the Alkylation of added acid or with used alkylating acid of about 90% concentration. The strong sulfuric acid also removes all of the acid-oil complex present. So if you want is, the absorbent extract can be added to the alkylation and optionally after removal any excess unreacted olefin can be acid treated. Good results are obtained by acid treatment of the polymeric oil in isobutane solution with used alkylating acid of about 90% concentration at a temperature of 29.4 ° C and for a period of 1 hour. However becomes a temperature not above 4.4 to 15.6 ° C and a short time on the order of a few Minutes or less preferred. In fact, such a short time seems to be sufficient for the Mixing by means of a pressure relief port results.

Im allgemeinen sind die Bedingungen für die Alkylierungsstufe die in der Technik bekannten. Jedoch die Hauptmenge der aufbereiteten Säure wird als Alkylsulfate von dem Rückgewinnungsabschnitt zur Alkylierung geführt, und nur ein kleinerer Anteil der Säure wird als frisch angesetzte Säure der üblichen 98 bis 99,5 %igen Konzentration zugeführt. Da die Alkylsulfate im wesentlichen wasserfrei sind, hat der Systemkatalysator die Neigung, wenn man das Säurerückgewinnungsfverahren anwendet, einen niedrigeren Wassergehalt aufzuweisen und ist im allgemeinen von überlegener Qualität, weil ein Alkylat von niedrigerem Endsiedepunkt und höherer Octanzahl erhalten wird. Selbstverständlich kann erwünschtenfalls ein geringeres Trocknen der Beschickungsmaterialien benutzt werden, aber in solchem Falle kann der Wassergehalt des Systemkatalysators so hoch sein wie bei üblicher Arbeitsweise ohne Säurerückgewinnung. Gewöhnlich liegt der Wassergehalt des Systemkatalysators ohne Säurerückgewinnung oberhalb 2,5 Gewichtsprozent oder im Bereich von etwa 2,5 bis 4,5 %, wenn man frisch angesetzte Säure von 97,5- bis 99,5%iger Konzentration aufgibt. Unter den gleichen Bedingungen — unter Verwendung des vorliegenden Rückgewinnungsverfahrens — liegt der Wassergehalt gewöhnlich unter etwa 2,5% im Bereich von etwa 1,0 bis 2,5%. Die Schwefelsäure im Alkylierungssystem wird gewöhnlich innerhalb eines Bereiches von etwa 88 bis 95% gehalten, indem die vom System verbrauchte Säure gereinigt wird. In einem System mit einer Vielzahl von Reaktoren wird vorzugsweise die Säure der niedrigsten Konzentration gereinigt und dem Säurewiedergewinnungssystem zugeführt.In general the conditions are for the alkylation step those known in the art. However, the bulk of the recycled acid is called alkyl sulfates passed from the recovery section to the alkylation, and only a minor proportion of the acid is supplied as a freshly made acid with the usual 98 to 99.5% concentration. As the alkyl sulfates are essentially anhydrous, the system catalyst has a tendency when using the acid recovery process uses to have a lower water content and is generally superior Quality because an alkylate of lower final boiling point and higher octane number is obtained. Of course Less drying of the feed materials can be used if desired, but in such a case the water content of the system catalyst can be as high as the usual one Operation without acid recovery. Usually the water content of the system catalyst is without Acid recovery above 2.5 weight percent or in the range of about 2.5 to 4.5% when fresh gives up acid of 97.5 to 99.5% concentration. Under the same conditions - under Using the present recovery process - the water content is usually below about 2.5% in the range of about 1.0 to 2.5%. The sulfuric acid in the alkylation system is common kept within a range of about 88 to 95% by purifying the acid consumed by the system will. In a system having a plurality of reactors, it is preferred that the acid be the lowest Concentration purified and fed to the acid recovery system.

Ein großer Überschuß von Isobutan wird verwendet, z. B. ein solcher von 60 bis 80 Volumprozent der Kohlenwasserstoffe in dem Alkylierungs-Umsetzungsgemisch. Demzufolge muß eine große Menge Isobutan zurückgewonnen und zur Wiederverwendung im Alkylierungsverfahren im Umlauf geführt werden. Es ist auch für das beschriebene Rückgewinnungsverfahren verfügbar.A large excess of isobutane is used, e.g. B. from 60 to 80 percent by volume of the hydrocarbons in the alkylation reaction mixture. As a result, a large amount of isobutane must be recovered and reused be circulated in the alkylation process. It is also used for the recovery process described available.

Außer dem Olefin, das der Alkylierungsstufe in Form von Alkylsulfaten zugeführt wird, wird gewöhnlich zusätzliches frisches Olefin der Alkylierungsstufe zugeführt. Wenn beispielsweise Propylen und/oder Butylene, aber speziell Propylen, für die Absorptionsstufe verwendet werden, ist es vorteilhaft, Butylene auch in der Alkylierungsstufe zu benutzen. Wenn der Gesamtsäureverbrauch vermindert wird, wird auch die Menge an Olefin, die benötigt wird zur Umsetzung im Säurerückgewinnungsabschnitt, herabgesetzt, und liegt gewöhnlich im Bereich von 10 bis 25 %, bezogen auf das gesamte Olefin, obgleich es sogar weniger sein kann.In addition to the olefin, which is fed to the alkylation stage in the form of alkyl sulfates, is usually additional fresh olefin fed to the alkylation stage. For example, if propylene and / or Butylenes, but especially propylene, for the absorption stage are used, it is advantageous to use butylenes also in the alkylation stage. If the Overall acid consumption is reduced, so too will the amount of olefin that is required for the reaction in the acid recovery section, and is usually in the range of 10 to 25% by weight on all of the olefin, although it can be even less.

example 1

Im folgenden Beispiel werden die in Tabelle I benutzten Beschickungsmaterialien in einer Anordnung gemäß F i g. 1 verwendet.In the following example those in Table I are used Charging materials in an arrangement according to FIG. 1 used.

Table 1

Butan-Butylen Butane-butylene

Äthan ...
Propylen.
Propan ..
Isobutan
η-Butan..
Isobutylen
Butylen-1
Butylen-2
Pentan...Ethane ...
Propylene.
Propane ..
Isobutane
η-butane ..
Isobutylene
Butylene-1
Butylene-2
Pentane ...

100,0100.0

10 ml pro Min. benutzter Alkylierungssäure aus dem Absetzgefäß 39 mit einem Titer von 91,0% wurden in den Absorber 12 bei etwa —3,9°C aufgegeben. Frisehe Propan-Propylen-Beschickung mit einer Geschwindigkeit von 45,0 ml pro Min. wurde in den Absorber 11 bei etwa —1,1°C aufgegeben. Nicht umgesetztes Propan-Propylen von Absorber 11, das im Absetzgefäß 23 abgetrennt wurde, wurde dem Absorber 12 zugeführt. Die Kohlenwasserstoffphase oder das nicht umgesetzte Propan-Propylen aus Absorber 12, getrennt im Absetzgefäß 14, enthielt 11,8% Dipropylsulfat. Die Säurephase von Absorber 11, die im Absetzgefäß 23 getrennt wurde und 80,6 % Dipropylsulfat sowie 15,3 % Monopropylsulfat enthielt, wurde mit einer Geschwindigkeit von 24,2 ml pro Min. zu einem Extraktionsturm mit rotierender Scheibe in der Nähe des Oberteils geleitet. 315 ml pro Min. der Isobutanbeschickung wurden zu dem Extraktionsturm mit rotierender Scheibe in der Nähe seines Bodens geführt. Es wurde ein Temperaturgradient in dem Extraktor aufrechterhalten, wobei die Bodentemperatur etwa 12,8°C und die Kopf temperatur etwa 18,3 ⁰C betrug. Der Kopfanteil aus dem Extraktor, enthaltend 83,8 % Isobutan, 5,7 % Dipropylsulfat und 0,3 % Monopropylsulfat, wurde einem mechanisch gerührten Reaktor von 600 ml bei etwa 26,7° C zusammen mit 0,2 ml pro Min. der benutzten Alkylierungssäure von 91,0 %iger Konzentration zugeführt. Das säurebehandelte Produkt wurde zu einem Absetzgefäß geleitet, wo eine Kohlenwasserstoffphase mit einer Geschwindigkeit von 341,2 ml pro Min. abgetrennt wurde, die 84,2% Isobutan, 5,8% Dipropylsulfat und 0,1% Monopropylsulfat enthielt.10 ml of alkylating acid used per minute from the settling vessel 39 with a titer of 91.0% were fed into the absorber 12 at about -3.9 ° C. The propane-propylene feed at a rate of 45.0 ml per minute was fed into absorber 11 at about -1.1 ° C. Unconverted propane-propylene from absorber 11, which was separated off in the settling vessel 23, was fed to the absorber 12. The hydrocarbon phase or the unreacted propane-propylene from absorber 12, separated in the settling vessel 14, contained 11.8% dipropyl sulfate. The acid phase from absorber 11, separated in settler 23 and containing 80.6% dipropyl sulfate and 15.3% monopropyl sulfate, was passed at a rate of 24.2 ml per minute to a rotating disk extraction tower near the top . 315 ml per minute of the isobutane feed was fed to the rotating disk extraction tower near its bottom. It was maintained, a temperature gradient in the extractor, wherein the bottom temperature of about 12.8 ° C and the head temperature was approximately 18.3 C ^0. The top portion from the extractor, containing 83.8% isobutane, 5.7% dipropyl sulfate and 0.3% monopropyl sulfate, was fed to a mechanically stirred reactor of 600 ml at about 26.7 ° C. along with 0.2 ml per minute used alkylating acid supplied from 91.0% concentration. The acid treated product was sent to a settler where a hydrocarbon phase containing 84.2% isobutane, 5.8% dipropyl sulfate and 0.1% monopropyl sulfate was separated at a rate of 341.2 ml per minute.

105,5 ml pro Min. der Butan-Butylen-Beschickung in Leitung 29, 315,4 ml pro Min. der Isobutanbeschickung in Leitung 30 und 0,181 kg pro Std. 97,5 %ige Schwefelsäure in Lei1ung34 wurden zusammen mit105.5 ml per minute of the butane-butylene feed in line 29, 315.4 ml per minute of the isobutane feed in line 30 and 0.181 kg per hour. 97.5% sulfuric acid in line34 were together with

11 1211 12

den Kohlenwasserstoffphasen aus den Absetzgefäßen 110 mit der Säurephase in Berührung gebracht in einerbrought the hydrocarbon phases from the settling vessels 110 into contact with the acid phase in a

14 und 41, der Umlaufsäure in Leitung 21 und dem ersten Unterteilung, die durch den Überlauf 163 ge-14 and 41, the circulating acid in line 21 and the first subdivision, which is

Umlaufisobutan in Leitung 34 einem Stratco-Alkylie- bildet wird. Die Säure- und KohlenwasserstoffphaseCirculating isobutane is formed in line 34 in a Stratco-alkyl. The acid and hydrocarbon phase

rungsreaktor zugeführt, der unter wirksamen Ver- werden durch den Mischer 161 gerührt, der durchtion reactor supplied, which are agitated with effective Ver by the mixer 161, the through

mischen bei 4,4 bis 7,2° C gehalten wurde. Das Reak- 5 Motor 162 angetrieben wird. Die Absorptionstempera-mixing was maintained at 4.4 to 7.2 ° C. The reac- 5 motor 162 is driven. The absorption temperature

tionsgemisch wurde kontinuierlich zu einem Absetz- tür wird durch Selbstkühlung aufrechterhalten, d. h.tion mixture was continuously fed to a sedimentation door is maintained by self-cooling; H.

gefäß geleitet. durch Verdampfen eines Teiles der Kohlenwasserstoff-vessel headed. by evaporation of part of the hydrocarbon

Die Kohlenwasserstoffphase, die mit einer Ge- beschickung aus dem Reaktionsgemisch. Der ver-The hydrocarbon phase with a charge from the reaction mixture. The ver

schwindigkeit von 749 ml pro Min. hergestellt wurde, dampfte Kohlenwasserstoff aus der Umsetzungs-speed of 749 ml per min. was produced, hydrocarbon evaporated from the reaction

wurde alkalisch gemacht und mit Wasser gewaschen io Unterteilung wird durch die Leitung 125 abgezogenwas made alkaline and washed with water

sowie stabilisiert, um die Hauptmenge an Butan und und zum ersten Absorber 112 zurückgeleitet. Die beias well as stabilized, to the main amount of butane and and returned to the first absorber 112. The at

leichteren Kohlenwasserstoffen zu entfernen, wobei 163 überfließende Kohlenwasserstoff-Säurephase sam-to remove lighter hydrocarbons, with 163 overflowing hydrocarbon-acid phase

etwa 189 1 pro Tag des erwünschten Alkylatproduktes melt sich in einer zentralen. Unterteilung des Absor-about 189 liters per day of the desired alkylate product melts in a central. Subdivision of the absorber

hergestellt wurden. bers 111, die zwischen den Überläufen 163 und 164 an-were manufactured. bers 111, which are located between overflows 163 and 164

Verbrauchte Säure aus dem Säurebehandler wurde 15 geordnet ist, und trennt sich darin in eine Säurephase, hergestellt mit einer Geschwindigkeit von 1,3 ml pro die durch die Leitung 132 abgezogen wird, und in eine Min. Dies entspricht einem Säureverbrauch von Kohlenwasserstoffphase, die den Überlauf 164 zur 0,081 kg pro 3,75 1 Alkylat. Ein entsprechender Kon- Endunterteilung überfließt. Die Kohlenwasserstofftrollversuch ohne Säurerückgewinnung ergab einen phase, die nicht umgesetztes Olefin und gelöste Alkyl-Säureverbrauch von 0,39 kg pro 3,79 1 Alkylat. Etwa 20 sulfate enthält, wird durch die Leitung 128 abgezogen. 90% der benutzten Alkylierungssäure wurde in Di- Die Säurephase in der Leitung 132 wird zur Alkylsulpropylsulfat ungewandelt, und etwa 90% des gebilde- fat-Abtrennungsanlage 133 übergeführt,wo diegelösten ten Dipropylsulfates wurden zur Alkylierung zurück- Alkylsulfate von der Säure abgetrennt werden, z. B. geführt, in der die Schwefelsäure regeneriert wurde. durch Extraktion mit Isobutan aus der Leitung 134a. Insgesamt wurden 80% der benutzten Alkylierungs- 25 Die abgetrennten Alkylsulfate in der Leitung 142 zusäure zurückgewonnen. sammen mit der Kohlenwasserstoffphase in der LeitungSpent acid from the acid handler has been sorted 15, and separates in it into an acid phase, made at a rate of 1.3 ml per withdrawn through line 132 and into one Min. This corresponds to an acid consumption of hydrocarbon phase, which leads to overflow 164 0.081 kg per 3.75 liters of alkylate. A corresponding end subdivision overflows. The hydrocarbon roll test without acid recovery, a phase resulted in unreacted olefin and dissolved alkyl acid consumption of 0.39 kg per 3.79 liters of alkylate. Containing about 20 sulfates is withdrawn through line 128. 90% of the alkylating acid used was converted into di- The acid phase in line 132 becomes alkyl sulpropyl sulphate converted, and about 90% of the formed fat separation plant 133 transferred to where the dissolved th Dipropylsulfates were back for alkylation- alkyl sulfates are separated from the acid, z. B. led, in which the sulfuric acid was regenerated. by extraction with isobutane from line 134a. A total of 80% of the alkylation products used were added to the acid in line 142 recovered. together with the hydrocarbon phase in the line

Die verbrauchte Säure aus dem Säurebehandler be- 128 werden durch die Leitung 134 mit Isobutan zurThe used acid from the acid treatment 128 is converted through line 134 with isobutane

saß eine Analyse von etwa 2,5% Wasser, 10% Säure- Alkylierungszone 131 geführt. Die aus der Alkylsulfat-an analysis of approximately 2.5% water, 10% acid alkylation zone 131 was reported. The from the alkyl sulfate

Polymeröl-Komplex, 10% Dipropylsulfat und 77,5% Abtrennungsanlage 133 entladende Säurephase wirdPolymer Oil Complex, 10% Dipropyl Sulphate and 77.5% Separation Plant 133 Unloading Acid Phase

Monopropylsulfat. ' ^r 30 durch die Leitung 136 abgezogen.Monopropyl sulfate. ' ^r 30 withdrawn through line 136.

Der Untersuchungsoctanwert des Gesamtalkylats Eine Isobutan-Olefin-Beschickung in der LeitungThe test octane value of the total alkoxide. An isobutane-olefin feed in line

aus dem Säure-Rückgewinnungsversuch betrug rein 129 wird kombiniert mit dem Isobutan in der Leitungfrom the acid recovery attempt was pure 129 is combined with the isobutane in the line

95,5 und 107,0 mit 3,0 ml Bleitetraäthyl. Der Motor- 134 und den Alkylsulfate enthaltenden Strömen aus den95.5 and 107.0 with 3.0 ml tetraethyl lead. The streams containing engine 134 and alkyl sulfates from the

octanwert war rein 92,6 und 106,8 mit 3,0 ml Bleitetra- Leitungen 128 und 142 und zum Alkylierungsgefäßoctane value was pure 92.6 and 106.8 with 3.0 ml lead tetra lines 128 and 142 and to the alkylation vessel

äthyl. Das Alkylat aus dem Kontrollversuch ohne 35 131 geführt. Umlaufsäure in der Leitung 121 und auf-ethyl. The alkylate from the control experiment carried out without 35 131. Circulating acid in line 121 and

Säurerückgewinnung hatte einen untersuchungsoctan- bereitete Säure in der Leitung 143 werden in die Alky-Acid recovery had an investigation octane-prepared acid in line 143 to be in the alky-

wert von 94,7 rein und von 105,9 mit 3,0 ml Bleitetra- lierungs-Berührungsvorrichtung 131 eingeführt. Dievalue of 94.7 pure and 105.9 with 3.0 ml lead titration touch device 131 introduced. the

äthyl. Alkylierungs-Berührungsvorrichtung 131 ist ein üb-ethyl. Alkylation touch device 131 is a conventional

Mit Bezug auf Fig. 2 wurde ein mageres Olefin- licher Behälter, in dem der Inhalt mit dem Rührer 103, beschickungsgas, z. B. ein Absorber-Endgas, durch die 4° angetrieben durch den Motor 104, innig vermischt Leitung 155 zusammen mit dem Absorber-Abdampf- wird, und wobei die Umsetzungswärme durch das gas aus der Leitung 125 zum ersten Absorber 112 ge- Kühlmittel entfernt wird, das in die Kühlschlange 147 führt. Absorber 112 ist ein Gegenstrom-Berührungs- durch Leitung 116c eingeführt und durch die Leitung turm zum Inberührungbringen von Dampf und Flüs- 118c abgeführt wird. Inder Alkylierungszone reagieren sigkeit. Im Absorber 112 wird das strömende Gas im 45 die Alkylsulfate und das Olefin mit Isobutan unter Gegenstrom mit dem benutzten Schwefelsäure-Alky- Bildung des Alkylats. Das erhaltene Produktgemisch lierungskatalysator in Berührung gebracht, der in den wird durch Leitung 144 zum Separator 139 abgezogen, Kopf des Absorbers 112 durch Leitung 121a züge- wo die Kohlenwasserstoffphase von dem Schwefelführt wird. Der Absorber 112 ist ausgestattet mit einem säurekatalysator abgetrennt wird. Der Schwefelsäurein der Mitte angeordneten Abscheiderboden 156 zur 5° katalysator wird durch die Leitung 121 im Umlauf Abtrennung der abwärtsfließenden Flüssigkeit, die zurückgeführt und die abgetrennte Kohlenwasserstoffdurch Leitung 157 abgezogen und im Zwischenkühler phase durch Leitung 116 abgezogen sowie zur Destil-120 gekühlt wird, bevor sie zum Absorber 112 über lationsgas-Behandlungsanlage 122 übergeführt. In der Leitung 158 zurückgeführt wird. Kühlmittel für den Anlage 122 wird Propan abgetrennt und durch Lei-Zwischenkühler 120 wird durch die Leitung 1160 55 tung 150 entladen, und die Butane sowie das Produktgeliefert, und der Kühlmittelabfluß wird durch die alkylat werden getrennt durch die Leitung 149 entLeitung 1186 abgezogen. Der Absorber 112 arbeitet laden. Das abgetrennte Isobutan wird durch die Leimit einem Überschuß an Säure, so daß praktisch ein tung 134 abgezogen, um es wieder im Umlauf zur vollständiges Abziehen von Olefin aus dem Be- Alkylierungs-Berührungsvorrichtung 131 zurückzuschickungsgas erzielt wird. Das zurücklbeibende Ab- 60 führen,
gas, das durch die Leitung 160 abgezogen wird, ist
praktisch frei von Olefinen und kann für Brennstoffzwecke abgeführt werden. Die Säure, die Monoalkyl- Beispiel 2
und Dialkylsulfate gelöst enthält, sammelt sich am
Boden des Absorbers 112 und wird durch die Leitung 65
113 abgezogen und zum zweiten Absorber 111 geführt. Im folgenden Beispiel werden die in TabellenWith reference to FIG. 2, a lean olefinic container in which the contents with the stirrer 103, feed gas, e.g. B. an absorber end gas, through which 4 ° driven by the motor 104, line 155 is intimately mixed together with the absorber exhaust steam, and the heat of conversion is removed by the gas from the line 125 to the first absorber 112 ge coolant which leads into the cooling coil 147. Absorber 112 is countercurrent contact introduced through conduit 116c and discharged through conduit tower for contacting steam and liquid 118c. Fluids react in the alkylation zone. In absorber 112, the flowing gas is used in 45 to form the alkyl sulfates and the olefin with isobutane in countercurrent with the sulfuric acid-alkyl formation of the alkylate. The product mixture obtained is brought into contact with the catalyst, which is drawn off through line 144 to separator 139, top of absorber 112 through line 121a, where the hydrocarbon phase of the sulfur is carried. The absorber 112 is equipped with an acid catalyst that is separated off. The sulfuric acid in the middle arranged separator bottom 156 to the 5 ° catalyst is separated by the line 121 in circulation, separating the downward flowing liquid, which is recycled and the separated hydrocarbon withdrawn via line 157 and withdrawn in the intercooler phase via line 116 and cooled to the distil-120 before it transferred to absorber 112 via ion gas treatment plant 122. Is returned in line 158. Coolant for plant 122 is separated propane and through line intercooler 120 is discharged through line 1160 55 and 150 is discharged, and the butanes and product are supplied and the coolant effluent is withdrawn separately through line 149 and conduit 1186. The absorber 112 is working charging. The separated isobutane is passed through the glue with an excess of acid so that essentially a device 134 is withdrawn to recirculate it for complete withdrawal of olefin from the alkylation touch device 131 to be sent back gas. Take away the remaining waste,
gas withdrawn through line 160 is
practically free of olefins and can be discharged for fuel purposes. The acid, the monoalkyl- Example 2
and dialkyl sulfates in solution, collects on
Bottom of absorber 112 and is through line 65
113 withdrawn and led to the second absorber 111. The following example uses tables

Im zweiten Absorber 111 wird ein flüssiger Be- aufgezeigten Beschickungsmaterialien in der AnlageIn the second absorber 111, a liquid loading material is shown in the plant

schickungsstrom reich an Olefin durch die Leitung gemäß F i g. 2 angewendet.Charge stream rich in olefin through the line according to FIG. 2 applied.

Tabelle II
MolprozentTable II
Mole percent

Gas ausGas off Propylen-Propylene Butylen-Butylene Isobutan-Isobutane SpaltungsCleavage Beschik-Loading Beschik-Loading Beschik-Loading anlagesystem kungkung kungkung kungkung Nicht kondenDo not condense sierbaresable BestandteileComponents 17,017.0 Wasserstoff ..Hydrogen .. 21,021.0 Methan , . .Methane,. . 28,028.0 Äthylen Ethylene 6060 0,50.5 Äthan Ethane 11,511.5 1,01.0 Propylen Propylene 8,58.5 51,051.0 0,10.1 Propanpropane 6363 43,943.9 2,72.7 Isobutan Isobutane 0,80.8 1,91.9 34,634.6 6,96.9 Butylene Butylenes 0,40.4 1,31.3 48,348.3 91,191.1 η-Butan η-butane 0,40.4 0,40.4 11,011.0 2,02.0 C5 + C5 + 0,10.1 •• Insgesamt ...All in all ... 100,0100.0 100,0100.0 100,0100.0 100,0100.0

Gas aus einer Spaltungsanlage in einer Menge entsprechend 44,4 in³ pro Tag an Propylen in der Leitung 155 und Absorber-Abgas in der Leitung 125, enthaltend ein Äquivalent von 6,8 m³ Propylen, werden bei einem Druck von etwa 0,35 kg/cm³zum Boden des Turms 112 geführt. Der benutzte Alkylierungskatalysator wird mit einer Geschwindigkeit von 43,55 kg pro Tag mit einer titrierbaren Acidität von 90,0% und bei einer Temperatur von —1,1°C durch die Leitung 121a nahe dem Kopf des Turmes 112 eingeführt. Wenn die Säure durch den Turm 112 abwärts fließt, führl die Wärme der Umsetzung mit dem Olefin zu einem Temperaturanstieg. Die Wärme wird aus dem Turm abgeführt in einem Zwischenkühler 120 durch Abziehen eines Stromes abwärts strömender Flüssigkeit aus dem Abscheiderboden 156 durch Leitung 157 zum Kühler 120 und Rückführung der Flüssigkeit zum Turm 112 durch Leitung 158 bei etwa —1,1°C. Praktisch das gesamte Propylen und Butylen werden umgesetzt und von der Säure zurückbehalten unter einer Umwandlung von 75% der Schwefelsäure zu Monopropylsulfat und Dipropylsulfat. Praktisch alle ungesättigten Kohlenwasserstoffe, nicht kondensierbare Bestandteile, Wasserstoffe und Äthylen werden aus dem Kopf des Turmes als Abgas durch die Leitung 160 abgeführt.Gas from a cracking plant in an amount corresponding to 44.4 in ³ per day of propylene in line 155 and absorber exhaust gas in line 125, containing an equivalent of 6.8 m ^{3 of} propylene, are at a pressure of about 0.35 kg / cm ^{3 led} to the bottom of the tower 112. The alkylation catalyst used is introduced through line 121a near the top of tower 112 at a rate of 43.55 kg per day with a titratable acidity of 90.0% and at a temperature of -1.1 ° C. As the acid flows down through tower 112, the heat of reaction with the olefin causes the temperature to rise. The heat is removed from the tower in an intercooler 120 by withdrawing a stream of downwardly flowing liquid from separator bottom 156 through line 157 to cooler 120 and returning the liquid to tower 112 through line 158 at about -1.1 ° C. Virtually all of the propylene and butylene are reacted and retained by the acid, converting 75% of the sulfuric acid to monopropyl sulfate and dipropyl sulfate. Virtually all of the unsaturated hydrocarbons, non-condensables, hydrogen and ethylene are removed from the top of the tower as exhaust gas through line 160.

Die Säurephase vom Boden des Absorbers 112 wird zum Absorber 111 geführt, der in flüssiger Phase mit mechanischem Rühren unter einem Druck von 1,05 kg/cm² und einer Temperatur von 4,4°C arbeitet. Das in Tabelle II gezeigte Propylenbeschickungsmaterial wird mit 46,6 m³ pro Tag zum Absorber 111 geführt. Diese Beschickung enthält etwa einen 40 %igen Überschuß an Olefin auf der Basis der ursprünglichen Säure, um die gesamte Schwefelsäure und das Monopropylsulfat darin zu Dipropylsulfat umzuwandeln. Durch Aufrechterhalten des Druckes des Absorberslll auf 1,05 kg/cm² ν/Ίτά ein Teil der Kohlenwasserstoffbeschickung verdampft unter Aufnahme der exothermen Reaktionswärme, wobei eine Temperatur von etwa 4,4°C aufrechterhalten wird. Ein Gas, enthaltend etwa 6,8 m³ pro Tag äquivalenten flüssigen Propylens, wird aus dem Absorber entwickelt und im Umlauf zu Absorber 112 zurückgeführt. Das flüssige Absorptionsgemisch wird in Säure- und Kohlenwasserstoffphasen aufgetrennt, von denen jede gelöstes Dipropylsulfat enthält.The acid phase from the bottom of the absorber 112 is fed to the absorber 111, which operates in the liquid phase with mechanical stirring under a pressure of 1.05 kg / cm ² and a temperature of 4.4 ° C. The propylene feed shown in Table II is fed to absorber 111 ^{at 46.6 m 3 per day.} This feed contains about a 40% excess olefin based on the original acid to convert all of the sulfuric acid and monopropyl sulfate therein to dipropyl sulfate. By maintaining the pressure of the absorber ^{III at 1.05 kg / cm 2} ν / Ίτά , part of the hydrocarbon charge evaporates while absorbing the exothermic heat of reaction, a temperature of about 4.4 ° C. being maintained. A gas containing about 6.8 m ³ per day equivalent liquid propylene is evolved from the absorber and circulated back to the absorber 112. The liquid absorption mixture is separated into acid and hydrocarbon phases, each of which contains dissolved dipropyl sulfate.

Die Säurephase aus dem zweiten Absorber 111, enthaltend etwa 85 Gewichtsprozent Dipropylsulfat, wird durch Inberührungbringen im Gegenstrom in flüssiger Phase mit 6 Volumteilen der Isobutanbeschickung extrahiert. Der erhaltene Dialkylsulfalextrakt wird von einem Raffinat abgetrennt, das die meisten Alkylierungsverunreinigungen, die in dem verbrauchten Alkylierungssäure-Katalysator enthalten sind, der zum Absorptionssystem geführt wurde, als auch sämtliche säurelöslichen Substanzen, die sich in den beiden Absorbern gebildet haben, enthält.The acid phase from the second absorber 111, containing about 85 percent by weight dipropyl sulfate, is made by contacting in countercurrent in the liquid phase with 6 parts by volume of the isobutane feed extracted. The dialkyl sulfal extract obtained is separated from a raffinate, which the most of the alkylation impurities contained in the spent alkylating acid catalyst that was led to the absorption system, as well as all acid-soluble substances that are have formed in the two absorbers.

Der Isobutanextrakt aus Absorber 111, entsprechend 580 m³ pro Tag der in Tabelle II gezeigten Butylenbeschickung, ein Überschuß an Isobutanbeschickung, 435,5 kg pro Tag frischer 99,5%iger Schwefelsäure- und Umlaufsäurekatalysator werden zur Alkylierungszone 131 geführt. Die Umsetzungsprodukte werden durch übliche Maßnahmen getrennt unter Bildung von 595 m³ pro Tag des entbutanisierten Alkylates. Das Alkylatprodukt besitzt einen Untersuchungsoctanwert rein von 96,0 und von 108,0 mit 3,0 ml Bleitetraäthyl sowie einen Motoroctanwert von 93,0 rein und von 107,0 mit 3,0 ml Bleitetraäthyl. Der Säureverbrauch beläuft sich auf 0,0208 kg pro 3,7851 Alkylat im Vergleich zu einer Verbrauchsrate von etwa 0,217 kg pro 3,785 1, die zu erwarten ist bei einer übliehen Alkylierung. Weiterhin stammen 89,4 m³ des Produktalkylates aus Spaltgas, welche nicht mit den üblichen Alkylierungsvorrichtungen erzeugt werden können, das Gasströme von einem derartigen geringen Olefingehalt, die nicht kondensierbare Kohlenwasserstoffe und andere Gase enthalten, ungeeignet sind für eine direkte Beschickung zur Alkylierung.The isobutane extract from absorber 111, corresponding to 580 m ³ per day of the butylene feed shown in Table II, an excess of isobutane feed, 435.5 kg per day of fresh 99.5% sulfuric and circulating acid catalyst are fed to alkylation zone 131. The reaction products are separated by customary measures with the formation of 595 m ³ per day of the debutanized alkylate. The alkylate product has a pure test octane value of 96.0 and 108.0 with 3.0 ml tetraethyl lead and a motor octane value of 93.0 pure and 107.0 with 3.0 ml tetraethyl lead. The acid consumption is 0.0208 kg per 3.7851 alkylate compared to a consumption rate of about 0.217 kg per 3.7851 that would be expected with normal alkylation. Furthermore, 89.4 m ^{3 of} the product alkylate come from cracked gas which cannot be generated with the usual alkylation devices, the gas streams of such a low olefin content, which contain non-condensable hydrocarbons and other gases, are unsuitable for direct charging to the alkylation.

Hierzu 2 Blatt ZeichnungenFor this purpose 2 sheets of drawings

Claims

1 2 procedure is a drastic measure and claims: expensive. The alkylating acid used from the alkylation of isobutane with olefins has one

1. Process for alkylating an isoparafin has titratable acidity of about 90% and is common to many with an olefin in the presence of a sulfuric acid- 5 purposes are still well suited, except, however catalyst made from alkyl sulfates and sulfur - their use as an alkylating acid, which is of interest here the effectiveness of the sulfur catalyst.

Acid catalyst through contact bringing about the object of the invention was to provide a

to develop a part of the sulfuric acid catalyst with drive for the alkylation of isoparaffins,

an olefin to form alkyl sulfates How-i _O in which by a specific combination of steps

which is produced, with separation of the formed- an advantageous recovery of the sulfuric acid-

th alkyl sulfates achieved from the alkylation impurities catalyst and this in an integrated manner

and recycling to the alkylation zone, with the alkylation of isoparaffins with olefins

characterized in that one ver using the sulfuric acid catalyst ^:

separated sulfuric acid catalyst is bound in a 15. It is necessary for economic reasons

Absorption zone with an olefinic carbon, at least 80%, preferably one more

Hydrogen charge, the higher percentage of alkylation used

contains more olefin than the complete conversion acid available for recovery,

Development of the sulfuric acid to dialkyl sulfate required to recover. It was therefore the aim of the invention

is, from the absorption zone also a hydrocarbon, a high recovery of the acid in the form

Substance phase consisting of unreacted olefin from dialkyl sulfates to be achieved under practically full

and dialkyl sulfate, as well as an acid phase from permanent utilization of the olefin charge.

alkyl sulfates, monoalkyl sulfates and alkylation- The subject matter of the invention is a process for alkylation ,,

removes impurities, at least part of the rcn of an isoparaffin with an olefin in the presence ¹ I)

Hydrocarbon phase in the alkylation zone 25 of a sulfuric acid catalyst, which consists of alkyl sulfates

returns, the dialkyl sulfates from the acid phase and sulfuric acid, the effectiveness of the

separated by extraction and at least one sulfuric acid catalyst by contacting

Part of it leads to the alkylation zone. at least part of the sulfuric acid catalyst

2. The method according to claim 1, characterized as characterized with an olefin with the formation of alkyl sulfates, that the separation of the effluent from 30 is made, with separation of the formed the absorption zone into a hydrocarbon alkyl sulfate of the alkylic impurities and an acid phase by adding paraffin and recycle to the alkylation zone, which is the same Hydrocarbons facilitated. is characterized by the fact that the separated

Sulfuric acid catalyst in an absorption zone with

35 of an olefinic hydrocarbon feed to

Brings contact, which contains more olefin than to completely convert the sulfuric acid to dialkyl sulfate is required from the absorption zone one

The invention relates to a process for alkylating hydrocarbon phase, consisting of not reversed isoparaffin with an olefin in the presence of a 40% olefin and dialkyl sulfai, and an acid-sulfuric acid catalyst consisting of alkyl sulfates and a phase consisting of dialkyl sulfates, monoalkyl sulfates and Al-sulfuric acid, the effectiveness of the kylierungsverunieinigungen removes, at least one sulfuric acid catalyst by bringing part of the hydrocarbon phase back into the alkylation of at least a part of the sulfuric acid catalyst zone, the dialkyl sulfates from the acid phase with an olefin to form alkyl sulfates again 45 separated by extraction and at least one (\ which is produced , with separation of the part formed therefrom leads to the alkylation zone.
Alkyl Sulphates from the Alkylation Impurities It is known that acid catalysts can be added to and recycled to the alkylation zone. Recover alkylation reaction zone and in situ There are numerous sulfuric acid alkylation regenerate by absorption or conversion of a plant for the production of molar fuels of high olefin with the sulfuric acid catalyst under BiI quality, which by means of the conversion of isobutane with formation of dialkyl sulfates, separation of the dialkyl sulfate olefins using a sulfuric acid catalyst, ζ. B. be operated by means of extraction with isobutane, and alkyzer, These plants work with Iierung of the isobutane with the dialkyl sulfates with a fairly high consumption of acid in the use of a sulfuric acid catalyst. In the order of 0.181 to 0.454 kg of acid per 55 alkylation step, practically pure 100%! 3.79 liters of alkylate and more is obtained. The spent catalyst sulfuric acid is regenerated or must somehow be recovered from the dialkyl sulfates from these plants. The effect of this measure is that it is often used as a source of sulfur in the acid that less of the freshly prepared acid supplier is returned acid catalyst of alkylation 60 acid consumption and the overall cost significantly [Despite optimization unit be decisively reduced for the cost of alkylate according to the invention is the production off a corresponding demand hates separated sulfuric acid catalyst in an absorption |.. with regard to the recovery of the Säurekatalysa- tion zone with an olefinic hydrocarbon, j tors has not been fundamental for a long time the improvements such as propylene, given in a stoichiometric excess. In general, the consumed alkyl is stirred up with complete conversion of the ionic acid and worked up by burning to convert sulfuric acid into dialkyl sulfates. To recover the outflowing, unavoidable sulfur, as sulfur dioxide and ultimately as the sulfur-containing olefin hydrocarbon phase. This recovery is used as an olefin feed to the alkylation zone