DE2030364B2 - Verfahren zum Reformieren von Erdölkohlenwasserstoffen - Google Patents
Verfahren zum Reformieren von ErdölkohlenwasserstoffenInfo
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Description
Wegen der endothermen Natur der katalytischer Refonnierungs- Reaktionen arbeitet man be; diesen
Operationen gewöhnlich mit einer Serie adiabatischer Reaktionszonen mit Festbett-Kaiajysator. Ein Verfahren
besteht darin, daß man den Schwerbenzin-Einsatz auf die gewünschte Einlaßtemperatur erhitzt, ihn durch
die erste Reaktionszone führt, das Ausgangsprodukt aus der ersten Reaktionszone wiedererhitzt und in die
zweite Reaktionszone und so weiter durch die übrigen Wiedererhitzer und Reaktionszonen der Serie leitet
Die Einlaßtemperaturen aller Reaktionszonen können gleich oder verschieden sein und betragen gewöhnlich
454 bis 517-C und mehr. Der Temperaturabfall, der in
jedem Katalysatorbett der Serie auftritt, nimmt fortschreitend in Richtung des Kohlenwasserstoffstroms
ab. Beispielsweise beträgt der Temperaturabfall in der ersten Reaktionszone einer Reihe von drei
Reaktionszonen gewöhnlich 27 bis 840C, während der
Rückgang der Temperatur in der letzten Reaktionszone der Reihe allgemein maximal 14° C beträgt und die
letzte Reaktionszone exotherm arbeiten kann, besonders dann, wenn man im höheren Octanbereich unter
hohen Drücken (z. B. 22,7 bar oder höher) fährt Bei diesen Systemen erfolgt in einer oder mehreren der
Reaktionszonen am Anfang der Serie vorwiegend eine Dehydrierung, z. B. eine Umwandlung von Naphthenen
zu Aromaten, wogegen in einer oder mehreren der Reaktionszonen am Ende der Serie die Hauptreaktion
in einer Dehydrocyclisierung besteht Es ist auch bekannt, daß Katalysatoren, die im wesentlichen aus
einer geringen Menge eines Metalls der Plctingruppe oder sowohl aus einem Metall der Platingruppe und
Rhenium auf einem festen Träger bestehen, bei solchen Reformierungen verwendet werden.
In der US-PS 34 34 960 ist ein katalytisches Reformierverfahren beschrieben, das Reformate mit
einer ROZ (klar) von 98 bis 104 liefert Die Erreichung
höherer Octanzahlen erfordert jedoch hohe Molverhältnisse von Wasserstoff zu Kohlenwasserstoffen.
Außerdem wird das Verfahren der US-PS unter sehr scharfen Bedingungen durchgeführt, was erwarten IaBt, s
daß die Benzinausbeute bei steigender Verfahrensschärfe und Octanzahl des Produktes abnimmt
Gegenstand der Erfindung ist ein Verfahren zum Reformieren von Erdölkohlenwasserstoffen vom Siedebereich
des Leicht- oder Schwerbenzins mit einem Gehalt an Naphthenen und Paraffinen in Gegenwart
von molekularem Wasserstoff, bei dem das Ausgangsgut nacheinander zunächst in mindestens einer Naphthen-Dehydrierungszone
und dann in mindestens einer Paraffin-Dehydrocyclisierungszone jeweils über einen
ein Metall der Platingruppe und Rhenium aufweisenden Trägerkatalysator -geleitet und ein Reformat mit einer
Research-Octanzahl von mindestens etwa 90 sowie ein wasserstoffhaltiges KJreislaufgas gewonnen wird, welches
Verfahren dadurch gekennzeichnet ist, daß man in der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n) aktiviertes
Aluminiumoxid mit einer D+L-Aktivität von weniger als etwa 15 und in der (den) Paraffin-Denydrocyclisierungszone(n)
ein poröses saures Oxid mit einer D + L-Aktivität von mindestens etwa 20 als Katalysatorträger
verwendet und bei einer Einlaßtemperatur zu der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n) von 437 bis
494° C sowie bei einer Einlaßtemperatur zu der (den) Paraffin-Dehydrocyclisierungszonein) von 482 bis
538°C arbeitet
Durch die erfindungsgemäße Verwendung: von Katalysatoren mit unterschiedlichen Trägern für die
Hydrierung der Naphthene bzw. die Dehydrocyclisierung der Paraffine werden eine maximale Benzinausbeule
und maximale Lebensdauer der Katalysatoren erzielt, da die Unterschiede in den Alterungsgeschwindigkeiten
der Katalysatoren in den beiden Verfahrensstufen ausgeglichen werden. In der Parcffin-Dehydrocyclisierungsstufe,
in der der Katalysator wegen der höheren Temperaturen am anfälligsten für eine Aktivitätseinbuße ist, wird ein poröses, saures Metalloxid
als Träger verwendet Dadurch wird die Dehydrocyclisierung bei niedrigeren Temperaturen katalysiert,
als im Falle eines weniger sauren Katalysatorträgers angewandt werden müßten. Dadurch verlängert sich die
Lebensdauer des in dieser Stufe verwendeten Katalysators, besonders bei relativ hohen Molverhältnissen von
Wasserstoff zu Kohlenwasserstoffen. In der Dehydrierungszone wird das Ausmaß der Dehydrierung durch
die erfindungsgemäß angewandten geringeren Molver- so hältnisse von Wasserstoff zu Kohlenwasserstoffen
vorteilhaft beeinflußt
Im Verfahren der Erfindung dienen die Naphthen-Dehydrierungszonen
zur Umwandlung der Naphthene in Aromaten; vielleicht Findet hier auch in geringem
Maße eine Dehydrierung von Paraffinen statt Es kann eine einzige Naphthen-Dehydrierungszone vorhanden
sein; die Serie der Katalysatorbetten kann jedoch auch zwei, drei oder sogar fünf solcher Zonen aufweisen. Ihre
Zahl erhöht sich allgemein mit dem Naphthengehalt des Ausgangsguts. Die Naphthen-Dehydrierungszonen weisen
vorzugsweise eine Einlaßtemperatur von 448 bis 477°C auf. Bei manchen Reformierungen kann ein
Vorreaktor mit einer Einlaßtemperatur unter 437° C vorgesehen sein, in welchem die Dehydrierung der
Naphthene stattfinden kann. In solchen Systemen wird das Ausgangsgut gewöhnlich eher durch indirekten
Austausch, z. B. mit dem Reformatprodukt als durch einen beheizten Vorerhitzer erhitzt Im erfindungsgemäBen
Verfahren wird der Katalysator mit einem Metall der Platingruppe und Rhenium auf einem
aktivierten Aluminiumoxidträger mit einer D+L-Aktivität
von weniger als 15 in wenigstens einer und vorzugsweise in allen Naphthen-Dehydrierungszonen
eingesetzt Für einen Vorreaktor mit einer niedrigeren Einlaßtemperatur als 437° C kann der Katalysator nach
den Erfordernissen des Betriebes ausgewählt werden; vorzugsweise wird auch in einem solchen Reaktor ein
Katalysator mit einem Metall der Platingruppe und Rhenium auf Aluminiumoxid verwendet Unter »Einlaßtemperatur«
wird hier die Temperatur des am Einlaß befindlichen Teils des Katalysators im jeweiligen
Reaktor verstanden.
Die Einlaßtemperaturen zu den Naphthen-Dehydrierungszonen betragen vorzugsweise 437 bis 494° C über
mindestens 80% des gesamten Reformierungsprozesses. Sind mindestens zwei Naphthen-Dehydrierungszonen
vorhanden, dann läßt man vorzugsweise die Einlaßtemperatur der ersten Zone dieser Art 483° C
nicht übersteigen, hält aber die Einlaßtemperatur der nachfolgenden Naphthen-Dehydrierungszonen während
mindestens 80% der Dauer des gesamten Reformierungsverfahrens unter 4930C. Bei einer weiteren
Verbesserung dieser Arbeitsweise schwankt der gesamte Temperaturabfall in jeder dieser Naphthen-Dehydrierungszonen
während mindestens 80% der Dauer des gesamten Reformierverfahrens um nicht
mehr als 17° C Das Reformierverfahren kann so
durchgeführt werden, daß in der Gesamtheit der Dehydrierungszonen ein Naphthenumwandlungsgrad
von 75 bis 95 Gew.-% erzielt wird, was ein Abflußprodukt aus der letzten Dehydrierungszone der Serie mit
weniger als 10 Gew.-% Naphthenen ergibt In den Naphthen-Dehydrierungszonen werden zweckmäßig
Drücke von 3,4 bis 343 bar, vorzugsweise 6,9 bis 24,1 bar
und Gewicht/Stunde/Raumgeschwindigkeiten für die gesamten Dehydrierungszonen von 04 bis 4 angewendet
Wie erwähnt arbeitet mindestens eine der Reaktionszonen am Ende der Serie (vorzugsweise mindestens die
letzte Zone) mit einem Katalysator, der ein Metall der Platingruppe und Rhenium auf einem porösen, sauren
Metalloxid mit einer D + L-Aktivität von mindestens 20 enthält Die darin erfolgende Hauptreaktion ist die
Dehydrocyclisierung der Paraffine zu Aromaten. Es können mehrere Dehydrocyclisierungszonen vorhanden
sein; jede dieser Zonen weist vorzugsweise eine Einlalltemperatur von 482 bis 516° C auf. Man hält diese
Einlaßtemperaturen vorzugsweise für mindestens 50% der gesamten Dauer des Reformierverfahrens um
mindestens 11°C höher als die Einlaßtemperaturen jedes der Naphthen-Dehydrierungszonen. Die Einlaßtemperatur
der letzten Reaktionszone der Serie ist zweckmäßig während mindestens 25% der gesamten
Dauer des Reformierverfahrens höher als 499° C Das Volumen des Katalysators in der Gesamtheit der
Naphthen-Dehydrierungszonen verhält sich zu jenem in der Gesamtheit der Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen
zweckmäßig wie 1:20 bis 3:1, vorzugsweise beträgt dieses Volumverhältnis mindestens 1 :5, wenn
der Naphthengehalt des Leicht- oder Schwerbenzin-Ausgangsgutes mindestens 30 Vol.-% ausmacht, und es
ist geringer als 1 :4 bei einem Paraffingehalt des Leichtoder Schwerbenzin-Ausgangsgutes von mindestens
60 Vol.-%.
Reaktionszonen Wasserstoff durch Rückführung von wasserstoffhaltigen Gasen eingespeist, welche vom
Ausflußprodukt abgetrennt werden. Das Kreislaufgas ist verhältnismäßig reich an Wasserstoff und arm an
Methan und weist daher bei einem gegebenen Gesamtdruck einen höheren Wasserstoffpartialdruck
auf. Es hilft so, die Lebensdauer des Katalysators zu verlängern. Der Wasserstoff mit seine» größeren
Reinheit kann leichter bei anderen Prozessen Verwendung finden.
Obwohl der gesamte zurückgeführte Wasserstoffstrom in die anfängliche Naphthen-Dehydrierungszone
und von dor? durch die Serie der Reaktionszonen geführt werden kann, wird vorzugsweise nur ein Teil des
Kreislaufgases in die Naphthen-Dehydrierungszonen is
eingespeist, während in die Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen
getrennt Wasserstoffgas eingeführt wird. So sieht man 0,5 bis 8 (vorzugsweise 1 bis 4) Mol
Kreislauf-Wasserstoffgas je Mol Kohlenwasserstoff vom Siedebereich des Leichtbenzins für die anfängliche
Naphthen-Dehydrierungszone mit einer Einlaßtemperatur von 437° C vor und leitet direkt in die
Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen genügend Wasserstoffgas ein, daß dort 7 bis 30 (vorzugsweise 8 bis 15)
MoI des Gesamt-Kreislauf-Wasserstoffgases je Mol Kohlenwasserstoff vom Siedebereich des Leichtbenzins,
der in die Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen eingespeist wird, vorhanden sind. Natürlich setzt sich die
Gesamt-Gasmenge in diesen Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen aus dem Gas, das aus der vorhergehenden
Zone kommt, und aus dem Teil des Kreislaufgases zusammen, der unmittelbar in die Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen
eingeführt wird. Der nachfolgende Zusatz, d. h. die direkte Einspeisung von Kreislaufgas in
die Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen beträgt mindestens 3 (vorzugsweise 5) Mol Wasserstoff-Kreislaufgas
je Mol Kohlenwasserstoff vom Siedebereich des Leichtbenzins, der in diese Zonen eingebracht wird.
Wie erwähnt, enthält einer der erfindungsgemäß eingesetzten Katalysatoren als Promotoren geringe, -«0
katalytisch wirksame Mengen eines Metalls der Platingruppe und Rhenium auf einem porösen, sauren
Metalloxid als Träger. Dieser Katalysatorträger hat eine D + L-Aktivität von mindestens 20, gemessen nach der
Methode von Birkhimer et al., »A Bench Scale Test 4"'
Method for evaluating Cracking Catalysts«, Proceedings of the American Petroleum Institute Division of
Refining, Band 27 (III) (1947), Seite 90; vorzugsweise beträgt diese D + L-Aktivität etwa 20 bis 40. Die
Oberflächen dieser als Katalysatorträger dienenden Metalloxide betragen gewöhnlich 100m2/g, vorzugsweise
150 bis 500 m2/g. Der Träger macht den Hauptteil des Katalysators aus und kann aus einer Vielzahl von
Materialien bestehen; Beispiele dafür sind Kombinationen aus zwei oder mehr der Verbindungen
Siliciumdioxid, Aluminiumoxid, Zirkoniumdioxid, Titandioxid, Magnesiumoxid, Boroxid und der Aluminiumsilikate,
insbesondere der Aluminiumsilikate in kristalliner Form mit verhältnismäßig gleichförmigen Poren, die
öffnungsdurchmesser von 6 bis 15 A, aufweisen. Diese Träger, die vornehmlich Metalloxide darstellen, können
Halogene, insbesondere Fluor und Chlor, enthalten.
Besonders brauchbare saure Oxide sind Siliciumdioxid-Aluminiumoxid
(Aluminiumsilikate eingeschlossen, insbesondere kristalline Aluminiumsilikate). Die kristallinen
Aluminiumsilikate weisen gewöhnlich Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Molverhältnisse
von mindestens 2 :1, z. B. 2 bis 12:1, vorzugsweise 4 bis 6 :1, auf. Die
kristallinen Aluminiumsilikate sind in üblicher Weise zugänglich oder werden in Form der Natriumverbindungen
hergestellt; der Anteil dieser Komponente kann durch Ionenaustausch gegen Wasserstoffionen, Wasserstoff-Vorläufer,
wie Ammoniumionen, oder mehrwertige Metalle, z. B. auf weniger als 4 oder sogar weniger als
1 Gew.-% herabgesetzt werden. Zu den geeigneten Metallen gehören die Seltenen Erden, wie Cer, und
deren Gemische. Gemische aus Aluminiumoxid und amorphen Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Crackkatalysatoren,
insbesondere mit einem größeren Anteil an Siliciumdioxid, z. B. 60 bis 90 Gew.-% Siliciumdioxid und
10 bis 40 Gew.-% Aluminiumoxid, eignen sich als Träger. Von Vorteil sind Träger, die sich aus Gemischen
von Aluminiumoxid und kristallinen Aluminiumsilikaten zusammensetzen, die z. B. 0,1 bis 25 Gew.-%, vorzugsweise
1 oder sogar 5 bis 15Gew.-%, kristalline
Aluminiumsilikate, enthalten. Das in solchen gemischten Trägern verwendete Aluminiumoxid kann dem nachstehend
beschriebenen Typ angehören.
Der Gehalt des Metalls der Platingruppe und des Rheniums auf dem oben beschriebenen Träger beträgt
zweckmäßig 0,5 bis 3, vorzugsweise 0,1 oder 03 bis
1 Gew.-% des Katalysators. Platin ist das am meisten bevorzugte Metall; aber auch andere Metalle der
Platingruppe, wie Palladium und Rhodium, sind geeignet. Bei einem noch ungebrauchten Katalysator
sind die Promotor-Metalle vorzugsweise zum Großteil durch P.öntgenbeugungsanalyse nicht feststellbar. Dies
beweist, daß, wenn die Metalle im Katalysator als elementare Metalle oder Legierungen vorliegen, die
Größe ihrer Kristallite geringer als etwa 50Ä ist. Ein
übliches Verfahren, das Metall der Platingruppe in den Katalysator einzubringen, besteht darin, eines oder
mehrere der porösen, sauren Metalloxide in wasserhaltiger oder calcinierter Form mit einer wäßrigen Lösung
einer chlorhaltigen Verbindung, z. B. Chlorplatinsäure, zu kontaktieren. Auf diese Weise wird in den
Katalysator Chlor, z. B. in Mengen von 0,2 bis 2 Gew.-%,
vorzugsweise 0,3 bis 1 Gew.-%, eingeführt Solche Chlormengen können in den Katalysator auch von einer
anderen Quelle her eingebracht werden als von einer Verbindung, die das Metall der Platingruppe liefert
Ebenso kann Rhenium auf eines oder mehrere der porösen, sauren Metalloxide des wasserhaltigen oder
calcinierten Trägers durch Kontakt mit einer wäßrigen Lösung einer Rheniumverbindung, z. B. Perrheniumsäure
oder Ammoniumperrhenat, aufgebracht werden. Wenn ein Promotor-Metall auf einen calcinierten
Träger aufgebracht wird, wird die erhaltene Zusammensetzung im allgemeinen erneut calciniert.
Die Katalysatoren, die in einer oder mehreren bis allen Naphthen-Dehydrierungszonen und sogar in allen
außer einer der Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen verwendet werden können, enthalten ein Metall der
Platingruppe und Rhenium auf einem Aluminiumoxidträger. Vorzugsweise setzt man diese Katalysatoren in
allen Reaktionszonen mit Ausnahme der Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen ein. Diese Katalysatoren können
nach verschiedenen Verfahren hergestellt werden, z. B. nach jenen, die oben in bezug auf die Katalysatoren mit
saurem Metalloxidträger für die Paraffin-Dehydrocyclisierungszone beschrieben wurden, ausgenommen, daß
Aluminiumoxid mit relativ geringer Acidität als Träger dient. Das Metall der Platingruppe und Rhenium sind
jeweils in geringer, in der Größenordnung eines Promotors liegenden Menge vorhanden, die ausreicht
dem Katalysator die Reformier- oder Dehydrieraktivi-
tat zu verleihen. Diese Mengen betragen in der Regel
jeweils 0,5 bis 3 Gew.-°/o (bezogen auf das Gewicht des Katalysators), vorzugsweise 0,1 oder 03 bis 1 Gew.-%.
Platin ist das bevorzugte Metall der Platingruppe. Der Katalysator kann andere Bestandteile enthalten, so
lange er eine D + L-Aktivität (gemessen nach dem oben genannten Test) unter 15, vorzugsweise unter 10,
aufweist.
Der Träger des Katalysators auf Aluminiumoxidbasis besitzt zweckmäßig eine Oberfläche von mindestens
150 m2/g und besteht vorzugsweise zu einem größeren
Teil aus Aluminiumoxidmodifikationen der y-Gruppe, die man durch Aktivierung oder Calcinierung von
Aluminiumoxid-Trihydraten erhält Diese zur y-Gruppe gehörenden oder aktivierten Aluminiumoxidmodifikationen
umfassen u.a. γ- und q-Aluminiumoxide. Die
US-PS 28 38 444 beschreibt diesen Typ eines Aluminiumoxidträgers, der Oberflächen im Bereich von 350
bis 550 mVg besitzt, während in der US-PS 28 38 445 Katalysatorträger offenbart werden, die vorwiegend
aus Aluminiumoxid-Trihydrat-Vorläufern hergestellt wurden und Oberflächen von 150 bis 350 m2/g haben,
diese Träger sind im Rahmen der Erfindung verwendbar, insbesondere die Träger mit größerer Oberfläche
gemäß US-PS 28 38 444, die im Betrieb ihre Oberflächen auf 150 bis 250m2/g reduzieren. Bevorzugte
Aluminiumoxid-Vorläufer sind die Trihydrate, die eine oder mehrere der Bayerit-, Gibbsit- oder Nordstrandit-(früher
Randomit genannt)-Formen enthalten; vorzugsweise besteht ein größerer Teil des Trihydrats aus
Bayerit oder Nordstrandit, die in calcinierter Form ^-Aluminiumoxid bilden können. Es ist gleichfalls von
Vorteil, daß der wasserhaltige Aluminiumoxid-Vorläufer 65 bis 95% Trihydrat enthält, während der
wesentliche Rest aus einem oder beiden Aluminiumoxid-Monohydraten, Böhmit oder amorphem, wasserhaltigem
Aluminiumoxid besteht. Bevorzugte Träger haben Porenvolumina von mindestens 0,1, vorzugsweise
mindestens 0,15 ml/g, und Porenradien von mehr als lOOÄ. Ferner bevorzugt man Träger mit einem
Porenvolumen von mindestens 0,05 ml/g und Porenradien von mehr als 300 oder sogar 600 Ä. Die
Bestimmungen werden nach Barrett, Joyner und Halenda, JACS, 73 (1951), Seite 373, durchgeführt.
Die Calcinierung beider Katalysatortypen, die gemäß der Erfindung verwendet werden, kann in passender
Weise bei Temperaturen von 371 bis 649° C höher, z. B.
in einem sauerstoffhaltigen Gas, durchgeführt werden. Man kann diese Behandlung kontrollieren, damit man
am Ende einen Katalysator mit der gewünschten Oberfläche erhält In einer geeigneten Stufe der
Herstellung des Katalysators können die Teilchen in ein Makrogefüge zum Unterschied von fein verteilten oder
fluidisierten Typen übergeführt werden. Diese Makroteilchen besitzen häufig Durchmesser im Bereich von 0,4
bis 9,5 mm, vorzugsweise 1,6 bis 6,4 mm; wenn sie nicht
kugelförmig sind, haben die Teilchen eine Länge von 0,4 bis 25,4 mm oder mehr, vorzugsweise 3,2 bis 12,7 mm.
Das erfindungsgemäß verwendete Ausgangsnut schließt Kohlenwasserstoffe vom Siedebereich des
Leichtbenzins ein, die sowohl in einem breiten als auch engen Temperaturbereich sieden. Bei solchen Behandlungen
werden Schwerbenzin, eine Fraktion davon oder andere Kohlenwasserstoffe vom Siedebereich des
Leicht- oder Schwerbenzins deren aliphatische oder cycloaliphatische Bestandteile zum großen Teil gesättigt
sind und die einige Aromaten enthalten können, in ein Produkt mit höherem Aromatengehalt und höherer
Octanzahl umgewandelt Aus den Produkten können verhältnismäßig reine Aromaten abgetrennt werden.
Das Ausgangsgut für das erfindungsgemäße Verfahren umfaßt Schwerbenzine, die aus mindestens 15 bis zu
70 Vol.-% Naphthenen und mindestens 25% Paraffinen bestehen und im allgemeinen Research-Octanzahlen
(ROZ), klar oder unverbleit, im Bereich von 30 bis 60
haben. Vorteilhaft enthalten das Kohlenwasserstoff-Ausgangsgut insgesamt und das Kreislaufgas, das in eine
id gegebene erfindungsgemäß verwendete Reaktionszone
eingeführt wird, weniger als 10 ppm (nach Gewicht) Schwefel und vorzugsweise weniger als etwa 5 ppm
gebundenen Stickstoff. Eine höhere Wirksamkeit wird erzielt wenn das Kohlenwasserstoff-Ausgangsgut und
!5 das Kreislaufgas für alle Reaktionszonen weniger als
5 ppm Schwefel und weniger als 2 ppm gebundenen Stickstoff aufweisen. Diese Anteile an Verunreinigungen
basieren auf dem Gewicht der zu verarbeitenden Materialien insgesamt die in einen gegebenen Reaktor
eingeführt werden.
Obwohl das Reformierverfahren zweckmäßig mit weniger als 30 ppm, vorzugsweise weniger als 10 ppm
(Volumen) Wasser, bezogen auf das anwesende Wasserstoffgas durchgeführt wird, kann es durch die
Einführung kontrollierter Mengen von Wasser in die Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen, insbesondere
dort wo der Katalysatorträger amorphes Siliciumdioxid/Aluminiumoxid
als wesentliche Crack-Komponente enthält, günstig beeinflußt werden. Man kann so 15 bis
in 250 (vorzugsweise 20 bis 100) ppm H20 in die
Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen einführen, um den Wirkungsgrad der Reformierung zu erhöhen und
gleichzeitig das Kreislauf gas auf weniger als 10 ppm H2O für den Durchgang durch die Naphthen-Dehydrierungszonen
trocknen.
Das Reformierverfahren wird gewöhnlich unter Bedingungen durchgeführt die Reaktionseinlaßtemperaturen
von 441 bis 524 oder 5380C und Gesamtdrücke
von 3,4 bis 41,4 bar, vorzugsweise 6,9 bis 24,1 bar, einschließen. Während des Verfahrens wird wasserstoffhaltiges
Abgas zum Reaktionssystem zurückgeführt das eine Serie adiabatischer Reaktionszonen mit Festbett-Katalysatoren
aufweist, denen jeweils ein Ausgangsgut-Erhitzer vorangeht. Das Kreislaufgas-Verhältnis beträgt
gewöhnlich 3 bis 30 Mol Wasserstoffgas je MoI Kohlenwasserstoff-Ausgangsgut im Siedebereich des
Leichtbenzins. Das Kohlenwasserstoff-Ausgangsgut wird dem Reaktorsystem zweckmäßig mit einer
durchschnittlichen Gewicht/Stunde/Raumgeschwindigkeit von 0,5 bis 15 {Gewicht des Kohlenwasserstoffs/
Gewicht des Katalysators/Stunde), vorzugsweise etwa 1
bis 6, zugeführt Die Schärfe der Reaktionsbedingungen wird so festgelegt daß das normale flüssige Reformat
oder das Produkt der End-Reaktionszone eine ROZ von mindestens 90 oder sogar mindestens 95 oder 100 erhält
Mit fortschreitender Reformierung scheiden sich auf den erfindungsgemäß verwendeten Katalysatoren Kohleablagerungen
ab. Als Folge verlieren die Katalysatoren an Aktivität, dem man durch Erhöhen der
Reaktionstemperaturen begegnen kann. Wenn die Reaktor-Einlaßtemperaturen ein gewünschtes Maximum
(z. B. einen Bereich von 510 bis 538, besonders um 521 und darüber) erreichen, ist es aber nicht mehr zu
empfehlen, die Temperatur weiter zu steigern, da ansonsten eine übermäßige Alterung der Katalysatoren
erfolgen würde. Die Katalysatoren können dann durch Abbrennen der Kohle regeneriert werden; dadurch
werden die katalytischer! Eigenschaften in zur Wieder-
verwendung der Katalysatoren unter wirtschaftlich annehmbaren Bedingungen ausreichendem MaBe verbessert.
Vor der Regenerierung beträgt der Kohlegehalt der
Katalysatoren mehr als 0,5Gew.-%, häufig mehr als
10 Gew.-%. Während der Regenerierung der Katalysa
toren durch Abtrennen verringert sich der Kohlegehalt häufig auf unter 0,5 (vorzugsweise unter 0,2) Gew.-%.
Dieser Abbrand erfolgt durch Kontakt der Katalysatoren mit einem sauerstoffhaltigen Gas; im allgemeinen
kontrolliert man die Sauerstoffmenge, um die Temperatur der Katalysatoren bei 371 bis 482 oder 538° C,
vorzugsweise 371 bis 454° C zu halten. Der Druck wird
beim Abbrennen vorzugsweise erhöht, z. B. auf 3,4 bis
343 bar. Der kontrollierte Abbrand wird gewöhnlich
HHi einem inertgas, z. B. Stickstoff and/oder Kohlendioxid,
mit einem geringen Gehalt an Sauerstoff, z. B. bis zu etwa 1 Mol-%, und vorzugsweise bei einem
Sauerstoffpartialdruck von mindestens 0,014 bar eingeleitet
Wenn die Hauptmenge der Kohle von den Katalysatoren mit Hilfe eines Gases mit verhältnismäßig
niedrigem Sauerstoffgehalt entfernt worden ist, kann die Sauerstoffmenge etwas erhöht werden, damit
die Kohle von den Katalysatoren in ausreichendem Maße ohne Überschreitung der gewünschten Temperatur
entfernt wird. Diese Art der Behandlung wird durch einen oder mehrere Durchbrände der Katalysatorbetten
bei 427 bis 455° C und 6,9 bis 34,5 bar mit einem Gas
durchgeführt, das 0,5 bis 3 oder mehr Mol-% Sauerstoff
enthält. Andere geeignete Abbrandverfahren können angewendet werden, solange die Temperaturen unter
Kontrolle gehalten und der Kohlegehalt der Katalysatoren entsprechend verringert werden. Während des
Kohleabbrands und nachfolgender Behandlungen der Katalysatoren mit einem sauerstoffhaltige.i oder sonstigen
Gas bei erhöhten Temperaturen sollte das Gas genügend trocken sein, um ein übermäßiges, zusätzliches
Sintern der Katalysatoren und eine Verminderung der Oberfläche zu vermeiden. Eine solche Verminderung
tritt in der Regel dann ein, wenn die Temperatur, der Wassergehalt des Gases oder die Behandlungszeit
ansteigen.
Besonders dann, wenn die Kristallitgröße des
Promotor-Metalls auf dem Katalysator reduziert werden soll, können die Katalysatoren nach dem
Kohleabbrand mit einem sauerstoffhaltigen Gas bei einer Temperatur von 427 bis 538° C, vorzugsweise 454
bis 5100C, und gegebenenfalls unter erhöhtem Druck,
wie 6,9 bis 34,5 bar, in Kontakt gebracht werden. Diese Behandlung bezeichnet man in der Technik zuweilen als
eine »Luft-Durchnetzung«; der Sauerstoffgehalt des Gases ist gewöhnlich höher als in dem für den
Kohleabbrand verwendeten Gas. Der Sauerstoffgehalt des Gasstromes für die Luft-Durchnetzung beträgt
zweckmäßig mindestens 5 Mol-%; eine Erhöhung des Gasgehalts über 20 Mol-% bringt nichts ein. Die
Luft-Durchnetzung dauert im allgemeinen etwa 1 Stunde; sie wird gewöhnlich während mehrerer Stunden,
z. B. 5 bis 24 Stunden, durchgeführt Arbeitsweisen für
die Regenerierung und Luft-Durchsetzung, die sich für die erfindungsgemäfi verwendeten Katalysatoren eignen,
finden sich in der US-PS 29 22 756.
Die erfindungsgemäß verwendeten frischen Katalysatoren oder gebrauchte Katalysatoren dieser Typen,
nach Regenerierung mit oder ohne Reaktivierung, können durch Kontakt mit einem molekularen Wasserstoff
enthaltenden Gasstrom reduziert werden. Die Reduktion erfolgt bei erhöhten Temperaturen, z. B. bei
316 bis 538° C. vorzugsweise 399 bis 510"C. Bei der Reduktion werden vorzugsweise erhöhte Drücke
angewandt; sie betragen z.B. 0,14 bis 41,4bar, vorzugsweise 3,4 bis 24,1 bar. Offensichtlich überführt
r> die Reduktion die katalytischen Promotor-Metalle in
ihren elementaren Zustand; wenn aber ein gasförmiges Sulfinierungsmittel zugegen ist, können einige oder alle
Promotor-Metalle sulfidiert werden. Verwendet man bei der Reduktion ein im wesentlichen trockenes, von
Kohlenwasserstoffen freies Gas, dann vermeidet man ein Hydrocracken und dessen nachteilige Begleiterscheinungen,
beispielsweise zu hohen Temperaturanstieg der Katalysatoren und Bildung von Katalysatorgiften
oder schädlichen Stoffen, wie Kohlenmonoxid, die
!■> ein unerwünschtes Wachstum der Kristallite der
katalytischer. Promotor-Metallc verursachen können.
Kohlenmonoxid kann auch beispielsweise mit den katalytischen Promotor-Metallen reagieren und zu
einer Deaktivierung führen. Der bei der Reduktion verwendete Gasstrom enthält zweckmäßig 70 bis 100
(vorzugsweise 95 oder 99 bis 100- Vol.-% Wasserstoff;
die restlichen Bestandteile bestehen bis zu 30% aus Inertgas, wie Stickstoff. Es ist von Vorteil, wenn das Gas
trocken ist und weniger als 1 (vorzugsweise weniger als 0,1) Vol.-% Kohlenwasserstoffe enthält
Zur Vermeidung übermäßigen Hydrocrackens des Kohlenwasserstoff-Ausgangsgutes während der Anfangsperiode
der Kohlenwasserstoffreformicrung nach dem Einsatz der erfindungsgemäß verwendeten Katalysatoren
können die Katalysatoren mit einem Gas in Kontakt gebracht werden, das eine gasförmige,
Schwefel liefernde Komponente enthält Diese Sulfidierung kann gleichzeitig mit oder anschließend an die
Reduktion erfolgen. Wenn man während der Reduktion sulfidiert, sollte wegen der Anwesenheit von Sauerstoff
im System und zur Vermeidung einer lokalen Überhitzung des Katalysators eine nicht kohlenstoffhaltige
Schwefelverbindung verwendet werden. Beispiele für Sulfidierungsmittel sind SO2 und H2S, wobei H2S
bevorzugt wird. Die Menge des Sulfidierungsmittels beträgt mindestens 25% oder sogar mindestens 50%
der stöchiometrischen Menge, die nötig ist, um ein Grammatom Schwefel je Grammatom jedes auf dem
Katalysator befindlichen Metalls der Platingruppe und Rheniums zu ergeben; vorzugsweise beträgt die Menge
mindestens 50%, z. B. bis zu 500% oder darüber. Die Sulfidierung kann bei erhöhter Temperatur, z. B. bei 343
bis 51O0C und unter einem geeigneten, vorzugsweise
erhöhtem Druck, wie 6,9 bis 34,5 bar, vorgenommen werden. Das Sulfidierungsgas hat reduzierende Wirkung
und enthält gewöhnlich eine geringe Menge der schwefelhaltigen Komponente, z.B. 0,1 bis 10Vol.-%,
vorzugsweise 0,2 bis 3 Vol.-%, während die Hauptkomponente Wasserstoff oder ein Inertgas, wie Stickstoff,
darstellt Das Sulfidierungsmittel kann auch in den Einlaß einer jeden Reaktionszeit des Kohlenwasserstoffs
reformierenden Systems eingeführt werden, um den Kontakt mit anderen Oberflächen der Anlage, wo
eine Korrosion erfolgen könnte, möglichst gering zu halten. Wenn das Sulfidierungsgas gleichzeitig mit oder
anschließend an die Reduktion der Katalysatoren mit Wasserstoff eingeführt wird, befinden sich die Katalysatoren
beim ersten Kontakt mit den Kohlenwasserstoffen in sulfidierter Form, was übermässiges Hydrocrakken
und die damit verbundenen Verluste an Ausbeute und Selektivität vermeidet.
Zur Vermeidung des Hydrocrackens, das durch reduzierte Katalysatoren mit oder ohne vorangehende
Sulfidierung verursacht wird, kann es weiter von Vorteil sein, ein gasförmiges Sulfidierungsmittel in das Umwandlungssystem
einzuführen, wenn mit der Zufuhr des Kohlenwasserstoff-Ausgangsguts begonnen wird. So
kann eine geringe Menge des Sulfidierungsmittels, die r>
für eine merkliche Verminderung des Hydrocrackens zu Beginn des Reformierverfahrens ausreicht, dem System
einverleibt werden. Das Sulfidierungsmittel kann in passender Weise mit dem Kreislaufgas oder dem
Kohlenwasserstoffstrom eingeführt werden. Die Menge h> des Sulfidierungsmittels beträgt 1 bis 500 ppm, vorzugsweise
5 bis 200 ppm (nach Volumen), bezogen auf den Wasserstoffstrom des Reaktionssystems. Der Zusatz an
Sulfidierungsmittel kann so lange fortgesetzt werden, wie es der Betrieb verlangt; häufig nähert sich die |r>
Zusatzdauer der Zeitperiode, in welcher die Katalysatoren bei Fortfall der Zugabe des Sulfidierungsmittels ein
merklich übermässiges Hydrocracken hervorrufen würden. Das Hydrocracken kann im System mit allen
beliebigen Mitteln, wie am Rückgang des Wasserstoff- -'»
gehalts in den Abgasen oder am Temperaturanstieg in den Katalysatorbeiten, festgestellt werden. Die Zeitspanne
für den Zusatz eines Sulfidierungsmittels nach Wiedereinsatz der reduzierten Katalysatoren in den
Prozeß kann z. B. 1 bis 60 Tage betragen und dauert « häufig 3 bis 10 Tage.
Die Erfindung wird durch das folgende Beispiel erläutert.
to
Eine Reformierung mit einem Durchsatz von 3176 m3 pro Betriebstag wird in einem System aus vier
Reaktoren unter Verwendung eines Destillat-Schwerbenzins mit 45% Naphthenes 40% Paraffinen und 15%
Aromaten durchgeführt. Das Schwerbenzin-Ausgangs- !5
gut hat eine ROZ von 40 und weist einen Siedebereich von 65,6 bis 193,3° C, weniger als 5 ppm H2O, weniger als
4 ppm S, weniger als 2 ppm N und weniger als 1 ppm CI auf. Das Ausgangsgut wird im Gemisch mit 4 Mol
wasserstoffhaltigem Kreislaufgas auf eine Temperatur von 477° C erhitzt und in den ersten Reaktor eingeführt
Das Reaktor-System steht unter einem Druck von 17,2 bar. Der erste Reaktor und die nächsten beiden
Reaktoren enthalten einen Festbett-Katalysator mit 0,6% Platin und 0,6% Rhenium auf Aluminiumoxid
(D + L-Aktivität 5). Der Festbett-Katalysator im letzten Reaktor enthält 0,6% Platin und 0,6% Rhenium auf
einem Träger (D + L-Aktivität 30), der zu 90% aus Aluminiumoxid und zu 10% aus einem mit Wasserstoff
ausgetauschten kristallinen Aluminiumsilikat vom Typ
des Faujasits, mit einem Molverhältnis von Siliciumdioxid/Aluminiumoxid
von 4,5 :1 und Porenöffnungen von 13 Ä besteht
Beide Katalysatoren sind 1,587 l.im-Extrudate. Die
Katalysatoren der ersten drei Reaktoren weisen einen Aluminiumoxidträger des in der US-PS 2838 444
beschriebenen Typs auf. Das Aluminiumoxid wird aus einem wasserhaltigen Aluminiumoxid-Gemisch mit
75% Trihydrat hergestellt, das vorwiegend aus Bayerit und Nordstrandit besteht, während den wesentlichen
Rest des wasserhaltigen Aluminiumoxids Böhmit und amorphes wasserhaltiges Aluminiumoxid bilden. Beide
Katalysatoren weisen im calcinierten, frischen Zustand eine Oberfläche von 400 mVg und einen Chlorgehalt
von 0,7 Gew.-% auf, der aus der als Platinquelle verwendeten Chlorplatinsäure stammt.
Die Verteilung des Katalysators in den Reaktoren erfolgt im Volum-Verhältnis 1:1:1:3; die durchschnittliche
Gewicht/Stunde/Raumgeschwindigkeit ist 2,0. Das Ausflußprodukt des ersten Reaktors mit einer
Temperatur, die um 70° C niedriger liegt als die Einlaßtemperatur, wird auf 482°C zum Einsatz in den
zweiten Reaktor erhitzt. Die Temperatur des Ausflußprodulcts des zweiten Reaktors ist um 53° C niedriger als
die Einlaßtemperatur. Vor seiner Einführung in den dritten Reaktor wird es auf 491° C gebracht. Das
Ausflußprodukt des dritten Reaktors hat eine um 28° C niedrigere Temperatur als der Einlaß zum Reaktor.
Dieses Produkt enthält 5% Naphthene und wird mit dem Rest des wasserstoffhaltigen Gases vermischt Das
Gemisch aus Ausgangsgut und Kreislaufgas wird vor seiner Einführung in den vierten Reaktor auf 516°C
erhitzt; die Reformierung wird in diesem Reaktor vervollständigt. Der Naphthengehalt des Ausflußprodukts
des dritten Reaktors von 5% entspricht einer Umwandlung von Naphthenen zu Aromaten in den
ersten drei Reaktoren von 80%. Wasserstoff und leichte Gase einschließlich Kohlenwasserstoffgase wie Methan,
Äthan und Propan, werden aus dem C5 +Reformat
flüssig mit der ROZ 100 (klar) abgetrennt Ein Teil des Wasserstoffgases und der leichten Kohlenwasserstoffgase
wird rezirkuliert und kann zur Entfernung von Schwefel, Stickstoff und Wasser behandelt werden. Das
Gas wird dann auf einen Druck von 20,7 bar gebracht. Das komprimierte Kreislaufgas wird in zwei Ströme auf
der Grundlage von 4 Mol Gas je Mol frisches Schwerbenzin für die Vermischung mit dem einkommenden
frischen Schwerbenzin getrennt Der zweite Strom des Kreislaufgases wird mit dem Ausfiußprodukit
des dritten Reaktors in einem Kreislauf-Verhältnis von 9 Mol Gas je Mol Schwerbenzin-Ausgangsgut vereinigt
(Gesamt-Kreislauf; 13 Mol Gas je MoI Ausgangsgut).
Während des Reformierverfahrens wird die Einlaßtemperatur des letzten Reaktors periodisch erhöht, um
eine Ausbeute von 100 ROZ beizubehalten. Die Einlaßtemperaturen der ersten drei Reaktoren werden
periodisch um 5,5, 5,5 bzw. 2,8° C gesteigert, um einer
Änderung des Temperaturabfalls in jedem dieser Reaktoren durch Abweichen um mehr als 4° C zu
begegnen. Typische Einlaßtemperaturen der Reaktoren am Ende des Reformierverfahrens sind 493, 499, 502
bzw. 527° C im ersten, zweiten, dritten bzw. vierten Reaktor.
Claims (9)
1. Verfahren zum Reformieren von Erdölkohlenwasserstoffen vom Sitdebereich des Leicht- oder
Schwerbenzins mit einem Gehalt an Naphthener. und Paraffinen in Gegenwart von molekularem
Wasserstoff, bei dem das Ausgangsgut nacheinander zunächst in mindestens «bier Naphthen-Dehydrierungszone
und dann in mindestens einer Paraffin-Dehydrocyclisierungszone
jeweils über einen ein Metall der Platingruppe und Rhenium aufweisenden
Trägerkatalysator geleitet und ein Reformat mit einer Research-Octanzahl von mindestens 90 sowie
ein wasserstoffhaltiges Kreislaufgas gewonnen wird,
dadurch gekennzeichnet, daß man in der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n) aktiviertes
Aluminiumoxid mit einer D +L-Aktivität von weniger als 15 und in der (den) Paraffin-Dehydrocyclisierungszone(n)
ein poröses saures Metalloxid mit einer D + L-Aktivität von mindestens 20 als Katalysatorträger
verwendet und bei einer Einlaßtemperatur zu der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n)
von 437 bis 494°C sowie bei einer Einlaßtemperatur zu der (den) Paraffin-Dehydrocyclisierungszone(n)
von 482 bis 538° C arbeitet
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet,
daß man ein mindestens 15 VoL-% Naphthene und mindestens 25 Vol.-% Paraffine
enthaltendes Ausgangsgut zusammen mit einem Teil des Kreislaufgases bei einer Kreislaufgasgeschwindigkeit
von 0,5 bis 8 Mol je Mol des im Leicht- oder Schwerbenzinbereich siedenden Ausgangsgutes für
eine Zeitdauer von mindestens 80% der Dauer des gesamten Reformierverfahrens, die ausreicht, um in
der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n) ein Produkt mit einem Naphthengehalt von weniger als
10Gew.-% zu erhalten, in die Naphthen-Dehydrierungszone(n)
leitet, und daß man das Produkt der Naphthen-Dehydrierungszone(n) für eine Zeitdauer
von mindestens 50% der Dauer des gesamten Reformierverfahrens durch die auf einer Temperatur
von mindestens 110C über der Einlaßtemperatur
der Naphthen-Dehydrierungszone(n) befindlichen) Paraffin-Dehydrocyclisierungszone(n) zusammen
mit einem Teil des wasserstoffhaltigen Kreislaufgases leitet, wobei man die Kreislaufgasgeschwindigkeit
so bemißt, daß der gesamte Gaskreislauf zu der (den) Dehydrocyclisierungszone(n) 7 bis 30 Mol je
MuI des im Leicht- oder Schwerbenzinbereich siedenden Ausgangsgutes beträgt und sich auf
mindestens 'Λ der Gesamtmenge des wasserstoffhaltigen
Kreislaufgases beläuft, und wobei man mit einem Volumen ve; hältnis des Katalysators in den
Naphthen-Dehydrieningszonen zu dem Katalysator in den Paraffin-Dehydrocyclisierungszonen von
1 :20 bis 3:1 arbeitet und die Zonen unter endothermen Bedingungen hält
3. Verfahren nach Anspruch 1 bis 2, dadurch gekennzeichnet, daß man als Katalysatorträger in
der (den) Naphthen-Dehydrierungszone(n) das Produkt des calcinierens von wasserhaltigem Aluminiumoxid
mit vorwiegendem Gehalt an Trihydrat verwendet
4. Verfahren nach Anspruch 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, daß man in der (den) Paraffin-Dehydrocyclisierungszone(n)
einen Katalysatorträger aus Siliciumdioxid und Aluminiumoxid verwendet
5. '«erfahren nach Anspruch 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, daß man als Metall der Platingruppe Platin verwendet
& Verfahren nach Anspruch 2 bis 5, dadurch gekennzeichnet, daß man die Naphthen-Dehydrierungszone(n)
bei einer Einlaßtemperatur von 448 bis 477"C betreibt
7. Verfahren nach Anspruch 2 bis 6, dadurch gekennzeichnet, daß man das Molverhältnis von
ίο waseerstoffhaltigem Kreislaufgas zu dem im Leichtoder
Schwerbenzinbereich siedenden Ausgangsgut in der (den) Naphthen-Dehydrieningszone(r.) im
Bereich von 1:1 bis 4:1 und in der(den) Paraffin-Dehydrocyclisierungszone(n) im Bereich
von8: Ibis 15:1 hält
8. Verfahren nach Anspruch 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, daß der Schwefelgehalt des Reformiersystems
weniger als 10 ppm, bezogen auf die Gesamtheit von zugeführten Kohlenwasserstoffen
und Kreislaufgas, beträgt
9. Verfahren nach Anspruch 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, daß die Verunreinigungen der
Ausgangskohlenwasserstoffe und des Kreislaufgases sich auf weniger als 10 ppm Wasser, 5 ppm Schwefel
und 2 ppm gebundenen Stickstoffs belaufen.
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