DE3518601A1

DE3518601A1 - Katalytische umwandlung von olefinen in schwerere kohlenwasserstoffe

Info

Publication number: DE3518601A1
Application number: DE19853518601
Authority: DE
Inventors: Hartley Belle Mead N.J. Owen; Samuel Allen Wenonah N.J. Tabak; Bernard Stanley East Windsor N.J. Wright
Original assignee: Mobil Oil Corp
Current assignee: ExxonMobil Oil Corp
Priority date: 1984-06-01
Filing date: 1985-05-23
Publication date: 1985-12-05
Also published as: ZA853865B; US4504693A

Description

Diese Erfindung bezieht sich auf ein Verfahren zur Herstellung von Kohlenwasserstoffbrennstoffen des Destillatbereiches und insbesondere auf ein Verfahren zum Betreiben einer Umwandlungsanlage für Olefine, in der ein Oligomerisationskatalysator, der z. B. einen kristallinen Zeolith des ZM-5 Typs umfaßt, zur Umwandlung der olefinischen Ausgangsstoffe bei erhöhter Temperatur und Druck eingesetzt wird, die C^-C, Alkene enthalten.

Z D

Die Umwandlung von Olefinen in Benzin und/oder Destillatprodukte ist z. B. beschrieben in US-PS 3 960 978 und 4 021 502, gasförmige Olefine im Bereich von Ethylen bis Penten, entweder allein oder zusammen mit Parafinen, werden in ein olefinisches Benzingemischausgangsmaterial umgewandelt, indem die Olefine mit einem Katalysator in Kontakt gebracht werden, der einen Zeolith vom ZM-5 Typ umfaßt. US-PS 4 227 992 beschreibt die Betriebsbedingungen für das Mobil-Olefin zu Benzin/Destillat (MOGD)-Verfahren zur selektiven Umwandlung von C₃ ⁺ Olefinen in hauptsächlich aliphatische Kohlenwasserstoffe. In einer verwandten Weise beschreiben US-PS 4 150 062 und 4 211 640 ein Verfahren zur Umwandlung von Olefinen in Benzinkomponenten. Typischerweise rezirkuliert das Verfahren Gas oder flüssige Kohlenwasserstoffe aus einem Hochtemperaturseparator mit mittlerem Druck stromabwärts des Katalysatorbettes zurück in die Reaktionszone, wo zusätzlich Olefine in Benzin- und Destillatprodukte umgewandelt werden. Falls es ermöglicht ist,'daß die Reaktion der Olefine bei ihrer Umwandlung in Destillat und Benzin in dem Katalysatorbett fortschreitet ohne daß irgendwelche Maßnahmen vorgenorarren werden, ^um äie Akkumulation von Wärme zu verhindern, wird die Reaktion so exotherm beschleunigt, was in einer Übertemperatur resultiert, die die Produktion der ungewünschten Produkte begünstigt.

Im Verfahren zur katalytischen Umwandlung von Olefinen in schwerere Kohlenwasserstoffe durch katalytische Oligomerisation unter Verwendung eines formselektiven kristallinen

Säurezeolith mit mittleren Poren, wie ein Zeolith vom ZM-5 Typ, können die Verfahrensbedingungen verändert werden, um die Bildung von entweder Benzin- oder Destillatbereichsprodukten zu begünstigen. Bei gemäßigter Temperatur und relativ hohem Druck begünstigen die Umwandlungsbedingungen das aliphatische Destillatbereichsprodukt mit einem normalen Siedepunkt von mindestens 165°C. Niedere olefinische Ausgangsstoffe, die C₃-Cg Alkene enthalten, können umgewandelt werden; jedoch die Destillat-Betriebsbedingungen wandeln eine hauptsächliche Fraktion von Ethylen nicht um.

Eine Quelle von olefinischen Ausgangsstoffen, die von Interesse für die Umwandlung zu schwereren Brennstoffprodukten sind ist das olefinreiche Leichtöl-Zwischenprodukt, das aus der Fischer-Tropsch Umwandlung von Synthesegas erhalten wurde.

Hurch die vorliegende Erfinduna soll ein kontinuierliches Verfahren beschaffen werden, das auf die Veredelung von Svnthol-Leichtöl-Zwischenprodukt durch Olefine zu einem wertvollen schweren Destillat-Brennstoffprodukt abaestelit ist. Ein tvpischer Ausgangsstoff besteht im wesentlichen aus C^-C -mono-Olefinen mit einer geringen Menge des gleichzeitig erzeugten mit Sauerstoff angereicherten Mittels aus den Fischer-Tropsch Synthesen.

Entsprechend der Erfindung wird ein kontinuierliches Verfahren zur Umwandlung eines Ausgangsstoffes, der niedere Olefine enthält, in höhere Kohlenwasserstoffe geschaffen, die eine hauptsächliche Menge von Destillatprodukt umfassen. Dieses Verfahren umfaßt die Stufen:

Vereinigen des olefinischen Ausgangsstoffes mit einem unter Druck gesetzten flüssigen Verdünnungsmittelstrom, der eine hauptsächliche Fraktion von C* Olefinen umfaßt; Kontaktieren des verdünnten Ausgangsstoffes mit einem Oligomerisationskatalysator, der einen formselektiven Säure-Zeolith mit mittleren Poren umfaßt, unter Reaktionsbedingungen bei erhöhter Temperatur in einer unter Druck gesetzten Reaktionszone, um die Olefine in schwerere Kohlenwasserstoffe umzu-

BAD ORIGINAL

wandeln;

Verringerung des Druckes des aus der Reaktion ausströmenden Mittels in einer ersten Phasenseparationszone um die Komponenten in einen ersten Dampfphasenstrom zu flash-verdampfen und einen schweren flüssigen Strom aus der ersten Phasenseparationszone zurückzugewinnen;

Kondensieren eines Anteils des ersten Dampfphasenstromes durch Kühlen und Rückgewinnung eines benzinreichen Stromes, um den vorherrschenden Anteil des flüssigen olefinischen Rezirkulationsstromes zur Vereinigung mit dem Ausgangsstoff zu schaffen;

und Fraktionierung des schweren flüssigen Stromes aus der ersten Phasenseparationszone, um einen Hauptstrom von schwerem Destillat-Kohlenwasserstoffflüssigprodukt, einen geringen Benzin-Flüssigproduktstrom und leichte Kohlenwasserstoffe zurückzugewinnen.

Eine geringe Menge des flüssigen Benzinumlaufes kann über ein zweites Produktfraktioniersystem geschaffen werden.

Der Umlauf enthält olefinische Komponenten mit Benzin-Siedebereich, die weiter in Destillatprodukte umgewandelt werden. In Verbindung mit den Betriebsbedingungen des Reaktors bestimmen die Rezirkulationszusammensetzung und -geschwindigkeit den Siedebereich des Destillatproduktes und die Eigenschaften wie die Viskosität. Typischerweise wird der Druck des aus dem Reaktor ausströmenden Mittels von mindestens etwa 4000 kPa Reaktordruck auf nicht mehr als etwa 1500 kPa in dem Phasenseparator verringert. In einer bevorzugten Form wird ein C-.-C,- olefinisches Ausgangsmaterial mit dem olefinischen Rezirkulationsstrom in einem Verhältnis von mindestens etwa zwei Mole des Umlaufs pro Mol Olefinausgangsstoff vereinigt.

Die Oligomerisationskatalysatoren, die für die Verwendung in dem Verfahren bevorzugt sind, umfassen die kristallinen Aluminosilikatzeolithe mit einem Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Verhältnis von mindestens 12, einen Zwangsindex von etwa 1 bis 12 und einer Säure-Crack-Aktivität von etwa 160-200.

Repräsentative Beispiele der Zeolithe vom ZSM-5 Typ sind ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35 und ZSM-38. ZSM-5 ist in US-PS 3702886 und Re. 29948 beschrieben und ZSM-11 ist in US-PS 3709979 beschrieben. US-PS 3832449 beschreibt ZSM-12, US-PS 4076842 beschreibt ZSM-23, US-PS 4016245 beschreibt ZSM-35 und US-PS 4046839 beschreibt ZSM-38. Ein geeigneter formselektiver Katalysator mit mittleren Poren für Festbettverfahren ist Zeolith H-ZSM-5 mit einem Aluminiumoxid-Bindemittel in Form von 1-5 mm zylindrischen Extrudaten. Andere Pentasil-Katalysatoren, die in einer oder mehreren Reaktorstufen verwendet werden können, umfassen eine Vielzahl von mittelporigen (5-9 A) siliciumhaltigen Materialien, wie Brosilikate, Ferrosilikate und/oder Aluminosilikate, die in US-PS 4414423, 4417086, 4417087 und 4417088 beschrieben sind.

Die Umwandlung schafft ein kontinuierliches ökonomisches Verfahren zur Umwandlung von niederen Olefinen in schwerere Kohlenwasserstoffe. Entsprechend diesem Verfahren wird olefinisches Benzin aus dem vom Reaktor ausströmenden Mittel in einer ausreichenden Weise abgetrennt, um einen Rezirkulationsstrom zu schaffen, der reich an C₅ bis C_g Benzinbereichskohlenwasserstoffen ist und nur geringe Mengen von C-" leichten Kohlenwasserstoffverbindungen oder an C₁₀ ⁺ Destillatbereichsprodukt hat. Der Benzin-Rezirkulationsstrom wird durch ein Phasenseparationsverfahren erhalten, wobei der aus dem Reaktor ausströmende Strom abgekühlt wird, um die schweren Kohlenwasserstoffe, insbesondere Destillatmaterialien zu kondensieren, die in einem schweren Flüssigproduktstrom zurückgewonnen werden.

Die Erfindung wird nun detaillierter anhand eines Beispieles nur in bezug auf die beigefügte Zeichnung, die ein Fließschema des Verfahrens darstellt, beschrieben.

Entsprechend der Zeichnung ist die olefinische Ausgangsstoffzufuhr 1 normalerweise flüssig und kann mittels einer Pumpe 10 auf den Verfahrensdruck gebracht werden und vor-

gewärmt werden durch aufeinanderfolgendes Leiten durch eine Serie von Wärmeaustauschern 11, 12 und Reaktant-Ablaufaustauschern 14 C, B, A und einen Ofen 16 vor dem Eintreten in das katalytische Reaktorsystem 20.

Ein typisches Vielstufenreaktorsystem (20) der Destillatart ist aufgezeigt. Ein MuItireaktorsystern wird mit Zwischenzonenabkühlung angewendet, wobei die exotherme Reaktion sorgfältig geregelt werden kann, um übertemperatüren über dem normalen gemäßigten Bereich von etwa 230-345⁰C zu verhindern. Während der Verfahrensdruck über ein breites Bereich,gewöhnlich von etwa 2800 bis über 10000 kPa, beibehalten werden kann, beträgt der bevorzugte Druck etwa 4000-7000 kPa. Das Ausgangsmaterial wird auf die Reaktionstemperatur erwärmt und aufeinanderfolgend durch eine Serie von Zeolithkatalysatorbetten 20 A, B, C transportiert, worin mindestens ein Anteil des Olefingehalts in schwerere Destillatbestandteile umgewandelt wird. Vorteilhaft beträgt das maximale Temperaturdifferential durch jeden Reaktor etwa 30⁰C und die Raumgeschwindigkeit (LHSV bezogen auf die Olefinzufuhr) beträgt etwa 0,5-1,5. Die Wärmeaustauscher 14 A und 14 B bewirken eine Zwischen-Reaktor-Abkühlung und 14 C reduziert das ausströmende Mittel auf die Flash-Temperatur. Ein Regelventil 25, das wirksam zwischen dem Reaktorabschnitt 20 und der ersten Hochtemperatur-Phasenseparator- (HTS) -Einheit 26 eingebunden ist, schafft eine Einrichtung zur Verringerung des Verfahrensdruckes, um die flüchtigen Komponenten des ausströmenden Stromes wie die unreagierten leichteren Kohlenwasserstoffe, einschließlich den leichten und mittleren Kohlenwasserstoffen, wie C₁ bis Cg Aliphaten zu verdampfen. Der erste Separator 26 kann ein vertikales zylindrisches Gefäß mit einem verdeckten, tangentialen Einlaß sein, um die Abtrennung der flash-verdampften ausströmenden Mischung zu bewirken. Der Kopfprodukt-Dampf wird durch eine Leitung 27 mitgezogen, indirekt durch das ankommende Ausgangsmaterial im Austauscher 11 abgekühlt und durch einen Luftkühler 28 geleitet, um die Hauptmenge der Benzinbereichs-Kohlenwasserstoffe zur Rückge-

winnung in der zweiten Phasenseparationseinheit 30, dem Niedrigtemperatur-Separator (LTS) zu kondensieren. Dieser kondensierte Strom wird durch Leitung 32 mitgezogen, um im wesentlichen den gesamten flüssigen olefinischen Rezirkulationsstrom zu schaffen, und durch eine Pumpeinrichtung 34 vor dem Vereinigen mit dem Ausgangsstoff in Leitung 36 unter Druck gesetzt.

Die Verwendung von Hochtemperatur- und Niedrigtemperatur-Phasenseparatoren, um drei verschiedene Ströme mit verschiedenen Mengen von schweren, mittleren und leichten Kohlenwasserstoffen zu schaffen ist ein flexibles Verfahren zum partiellen oder primären Fraktionieren des aus dem Reaktor ausströmenden Mittels. Während ein spezifisches Beispiel hierbei betrieben wird, um eine Hauptmenge des Kohlenwasserstoff Zwischenproduktes im Benzinbereich (z. B. C₅ bis C_g-Aliphaten) aus der ersten HTS-Einheit mit den C₄" leichten Kohlenwasserstoffen zu schaffen, ist es technisch möglich, die HTS-Verfahrensbedingungen mit höherem Druck und/oder niederer Temperatur einzustellen, um eine Hauptmenge des Benzinbereichsmaterials in den schweren flüssigen Strom gleichzeitig mit den C₁₀ ⁺ Kohlenwasserstoffen des Destillatbereiches zu richten. Folglich kann der Rezirkulationsstrom des Zwischenproduktbereiches durch weiteres Flash-Verdampfen der HTS-Rückstände in einer zweiten Phasenseparationszone erhalten werden.

Entsprechend einem bevorzugten Merkmal wird die HTS-Einheit 26 bei einer ausreichenden Temperatur gehalten, um im wesentlichen das gesamte C-" Leichtgas und eine Hauptmenge der C₅-Cg Zwischenprodukte zu verdampfen, die in dem gesamten aus dem Reaktor ausströmenden Mittel enthalten sind. Vor der Serien-LTS-Einheit wird die Temperatur ausreichend verringert, um den C^-Cg Rezirkulationsstrom zu kondensieren, während die Hauptmenge der C₄" Komponenten in der Dampfphase verbleiben kann zur nachfolgenden Rückgewinnung einer geringen Menge von C₅ ⁺ Kohlenwasserstoffen in dem zweiten

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Fraktioniersubsystem/ beginnend mit dem Debutanisator-Turm 50. Die vorliegende Erfindung ist eine bemerkenswerte Verbesserung gegenüber dem Verfahren von US-PS 4444988, das die Verwendung von verflüssigtem C₃-C₄ Rezirkulationsstrom beschreibt, um die Reaktionswärme bei der Umwandlung der Olefine in Benzin zu regeln. In dem vorliegenden System ermöglicht eine Verbesserung im Betrieb des Phasenseparators und der zweiten Fraktioniereinheiten eine erhöhte Rückgewinnung von Destillatbereichsprodukt, eine höhere Qualität der Produkte und verringerte Kosten beim Ausstattungsfonds und beim Energiebedarf.

Flüssige Kohlenwasserstoffe, die reich an Destillat sind, werden aus der ersten Phasenseparationszone 26 bei Flash-Druck, vorzugsweise etwa 1100-1500 kPa zurückgewonnen und durch eine Leitung 33 zum Debutanisator-Fraktionier-Turm 50 nach dem Schaffen der Energie geleitet, um die Deethanisator-Rückstände im Reboiler 56 R auf einer niederen Stufe darin aufzukochen, wo die schwere Flüssigkeit den nach oben steigenden Dampf aus dem Reboiler-Abschnitt 51 kontaktiert, um die gelösten leichteren Kohlenwasserstoffe, insbesondere C₄" Kohlenwasserstoffe, die in dem Ausgangsmaterial vorhanden sind, oder während der Umwandlung erzeugt wurden, zu verdampfen. tJin Kopfprodukt-Dampfstrom aus der zweiten Separationszone 30 wird direkt durch eine Leitung 31 zu dem Debutanisator-Turm 50 an einer Zwischenstufe geleitet. Der Kopfprodukt-Strom 52 im Debutanisator kann durch einen Luftkühler 53 gekühlt werden, um einen Rücklauf 54 R zu erzeugen und wird als LPG-Nebenprodukt über den Strom 54 L, Pumpe 54 P, Deethanisator 56 und Leitung 55 zurückgewonnen. Das Kopfprodukt-Abgas aus dem Deethanisator kann durch Leitung 65 zu einem Brennstoffgassystem geleitet werden.

Die Menge des RücklaufStroms kann entsprechend dem Bedarf verändert werden. Leichte Kohlenwasserstoffe und Nebenprodukt Wasser werden aus der Kopfprodukt-Ansammlung 50 A im Debu-

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tanisator abgezogen. Der Strom der Debutanisatorrückstände 58, welcher ein Strom von schwereren Kohlenwasserstoffen ist, der Benzin und Destillatbereichsmaterialien enthält, wird zum Produktaufspalter 60 geleitet, wo die schwereren Kohlenwasserstoffe fraktioniert werden, um einen kondensierten Benzinproduktstrom 61 und einen kondensierten Rückfluß 62 zu schaffen. Der Aufspaltturm 60 hat einen Ofen-beheizten Reboiler-Abschnitt 64 und das raffinierte schwere Destillatprodukt wird durch Leitung 66 zurückgewonnen und durch das eintretende Ausgangsmaterial im Austauscher 12 und im Kühler 68 gekühlt.

Vorteilhaft wird die destillatreiche Flüssigkeitsphase fraktioniert, um einen Hauptproduktstrom zu schaffen, der im wesentlichen aus 154⁰C⁺ aliphatischen Kohlenwasserstoffen besteht, die eine Hauptmenge von ^c-in~^C2o umfasse¹¹· Dieses Produkt kann dann in einem separaten Verfahrensschritt (nicht gezeigt) mit Wasserstoff behandelt werden, um ein schweres Destillatprodukt mit einer Viskosität von mindestens etwa 1,8 centistoke zu schaffen. Details der milden Wasserstoff behandlung können aus US-PS 4211640 entnommen werden, wobei typischerweise Co oder Ni mit W/Mo und/oder Edelmetallen verwendet werden. Um ein schweres Destillatprodukt mit einer relativ hohen Viskosität zu erhalten, werden höhere Reaktionsdrucke und ein schwererer Rezirkulationsstrom angewendet. Falls z. B. ein Brennstoffprodukt mit 3 centistoke erforderlich ist, wird ein Verfahrensdruck von mindestens 5500 kPa genauso wie ein leichteres Destillat im Rezirkulationsstrom vorgeschlagen.

Es gibt verschiedene Vorteile bei der Verfahrensgestaltung. Der Rezirkulationsstrom des Zwischenbereichs-Kohlenwasserstoffs besteht im wesentlichen aus C₅ ⁺ Kohlenwasserstoffen mit geringen Mengen von C." Komponenten. Dieses Rezirkulationsmaterial hat eine relativ hohe Wärmekapazität und bewirkt eine gute Wärmesenkung ohne Verringerung des Olefinpartialdruckes des Ausgangstoffes und dadurch wird ein

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hoher Olefinpartialdruck am Reaktoreinlaß beibehalten. Der flüssige Umlaufstrom wird ökonomisch erneut durch Pumpen unter Druck gesetzt, was nur einen geringen Stromverbrauch erfordert. Der Debutanisator kann bei etwa 1000 kPa betrieben werden, um das gesamte Kopfprodukt ohne Kühlung zu kondensieren, was folglich eine Energieeinsparung beim Erhalten des LPG-Nebenproduktes schafft. Der Produktaufspalteturm kann bei Atmosphärendruck betrieben werden, was folglich die Abtrennung zwischen Benzin und Destillat verbessert und die Temperatur der Rückstände auf weniger als etwa 273⁰C hält, um eine Produktstabilität des Rohdestillats zu schaffen.

Ein typisches Oligomerisationsverfahren der Destillatart wird über einem Festbett von HZSM-5/Aluminiumoxidextrudat-Katalysator ausgeführt, wobei die Verfahren verwendet werden, die in US-PS 4456779 und 4433185 beschrieben sind. Die Reaktor-Folgesteuerung und die Katalysatorregenerierung sind in der Technik bekannt.

In einem Beispiel des Verfahrens wird ein aliphatisches Ausgangsmaterial, das 62 Gew.% Propen und Buten enthält zusammen mit niederen Alkanen und sehr geringen Mengen von anderen Olefinen unter Druck gesetzt (5800 kPa), mit dem Rezirkulations-Benzin vereinigt und auf eine Initialreaktionstemperatur erwärmt (315°C) und mit einer Serie von Reaktoren, die einen ZSM-5 Katalysator enthalten unter Bedingungen in Kontakt gebracht, um etwa 95% der C₃-C₄ Olefine (LHSV 1) umzuwandeln. Das heiße ausströmende Mittel wird vorgekühlt (285°C) und in die HTS-Einheit bei etwa 220⁰C und 1340 kPa flash-verdampf t. Das Kopf produkt der HTS wird weiter auf etwa 125°C abgekühlt und in der LTS-Einheit abgetrennt. Der Debutanisator-Turm wird bei etwa 1000 kPa betrieben, um ein C₄" Kopfprodukt bei 43⁰C und Rückstände bei 230⁰C zu schaffen. Der atmosphärische G/D Abspalte-Turm schafft ein rohes olefinisches Destillat und rohe Benzinprodukte und einen geringen Anteil von Rezirkulationsstrom als Auffüllung. Der Deethanisator-Turm wird bei etwa 2100 kPa betrieben, um das LPG-Produkt

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zu schaffen, das im wesentlichen aus C₃-C₄ aliphatischen Kohlenwasserstoffen und einem Abgas, das als Brennstoff ungeeignet ist zu schaffen.

Tabelle I gibt die Zusammensetzung der Hauptverfahrensströme für eine Anlage der Destillatart an, die im Zustand konstanter Bedingungen betrieben wird. Tabelle II gibt die Produkteigenschaften der rohen und wasserstoffbehandelten flüssigen Brennstoffe an. Die Zahlen sind angegeben in Teile pro Gewicht, wenn es nicht anderweitig festgelegt ist.

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Zusammensetzung des Stroms

Massenfluß pro 100 Teile frische Zufuhr-Basis:

Komponenten Frische

(Gew. %) Zufuhr

Methan 0,0

Ethen 0,1

Ethan 0 , 6

Propen 26,6

Propan 10,5

I-Butan 20,3

I-Buten 35,4

N-Butan 5,5

I-Pentan 0,6

I-Penten 0,4

N-Pentan 0,0

125-330⁰C Benzin 0,0

330⁰C + Destillat 0,0

Komponenten
(Gew. %)

Methan

Ethen

Ethan

Propen

Propan

I-Butan

I-Buten

N-Butan

I-Pentan

I-Penten

N-Pentan

125-330⁰C Benzin

330⁰C + Destillat

0,0

0,1

0,5

4,5

13,0

1,2

5.0

3,2

3,4

0,2

77,0

24,2

Benzin Umlauf

0.0 0,0 0,1 0,5 4,5 13,1 1,2

108,7

ausströmendes	HTS	HTS	LTS
Mittel d. Reaktor	Rückstände	Kopfprodukt	Kopfprodukt
0,0	0,0	0,0	0,0
O₁O	0,0	0,0	0,0
0,8	0,0	0,8	0,7
1,8	0,1	1,7	1,3
16,6	0,6	16,0	11,5
34,5	1,9·	32,6	19,6
3,0	0,2	2,8	1,6
11,8	0,7	11,1	6,1
6,2	0,5	5,6	2,4
6', 3	0,6	5,8	2,4
0,3	0,0	0,2	0,1
116,4	28,7	87,7	10,7
72,4	47,8	24,6	0,4

LTS DEC4 Benzin Dest. DEC2 DEC2 Auffüllung-Benzin

Rückstände Rückstände Produkt Produkt Abgas Rückstände Umlauf

0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,1 0,0 0,2 2,7 2,8 0,1 39,4 48,2 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,5 0,5 0,0 6,9 0,3

0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 O₁O 0,0 0,0 0,0 0,8 46,3

0,0	0	,0
0,0	0	,0
0,7	0	,°
0,3	1
1,2	10	',*
0,2	21	.3
0,0	1	,8
0,0	6	,7
0,0	0	,2
0,0	0	,1
0,0	0	,0
0,0	0	.0
0,0	0	.0

0,0	cn
0,0
0,0	OO
0,0	cn
0,0	O
0,0
0,0
0,1
2,2
2,3
0,1
31,6
1,5

Tabelle II Typische Produkteigenschaften

Eigenschaften

Spez. Gewicht, ⁰API
Schwefel ges., ppmw
Oktan-Zahl, R+O
Brom-Zahl

Gew. % E₇
Anilin-Punkt, ⁰C

Gefrierpunkt, ⁰C
Zetan-Zahl
Luminometer-Zahl

- 166°C	166°C	roh	+ Destillat
Benzin	48,1	m. Wasserstoff behandelt
62,8	0	49,6
O	-	0
92	73,0	-
-	14,3	2,0
-	73	15,1
-	<-6 0	89
-	35 69	<-60
—	52 99

Während des Betriebs der HTS-LTS-Phasenseparatorserien kann es erwünscht sein, den Verfahrensdruck oder die Verfahrenstemperatur zu verändern, um das Verfahren Veränderungen oder Gerätekonstruktion anzupassen. Es ist deutlich, daß eine befriedigende Phasenseparation der verschiedenen Siedebereichsströme durch Verringerung des Separatordrucks mit entsprechender Verringerung der Temperatur erreicht werden kann. Unter Verwendung des gleichen ausströmenden Mittels wie in dem oberen Beispiel (Tabelle I) erklären die folgenden tabellarisch erfaßten Daten eine Serie von paarweisen Bedingungen, um eine befriedigende Stromzusammensetzung für jeden der schweren flüssigen HTS-Rückstände, der -mittleren LTS-Rückstände und des leichten LTS-Kopfproduktes zu bewirken.

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	(kPa) Temperatur	Tabelle III	Niedrigtemperaturseparator (LTS)	Temperatur (C)
	215-221		Druck (kPa)	120-130
Hochtemperaturseparator (HTS)	190-205	(C)	1100	110-120
Druck	160-180		965	80- 90
1240	130-150		620	60- 70
1035	130-150		450	50- 60
690		345
520
415

Claims

Mobil Oil Corporation K 22 640 K/3kö 150 East 42nd Street O r 1 Q c η New York, New York 10017 OO I oDU I U.S.A. KATALYTISCHE UMWANDLUNG VON OLEFINEN IN SCHWERERE KOHLENWASSERSTOFFE PATENTANSPRÜCHE

1. Verfahren zur Umwandlung einer Ausgangsstoffmischung, die niedere Olefine umfaßt, in höhere Kohlenwasserstoffe, die eine hauptsächliche Menge an Destillatprodukt umfassen, gekennzeichnet durch die Stufen:

(a) Vereinigen des olefinischen Ausgangsstoffes mit einem unter Druck gesetzten flüssigen Verdünnungsmittelstrom, der eine hauptsächliche Fraktion von C* Olefinen umfaßt;

(b) Kontaktieren des Verdünnungsmittelausgangstoffes von Schritt (a) mit einem Oligomerisationskatalysator, der einen formselektiven SäurezeoJith mit mittleren Poren umfaßt, bei einer erhöhten Temperatur in einer unter Druck gesetzten Reaktionszone, um die Olefine in schwerere Kohlenwasserstoffe umzuwandeln;

(c) Verringerung des Druckes des von der Reaktion aus Schritt (b) ausströmenden Mittels in einer ersten Phasenseparationszone, um die Komponenten in einen ersten Dampfphasenstrom zu flash-verdampfen, und Rückgewinnen eines schweren flüssigen Stromes aus der ersten Phasenseparationszone;

(d) Kondensieren eines Anteils des ersten Dampfphasenstromes aus Schritt (c) durch Kühlen und Rückgewinnung eines benzinreichen flüssigen Stromes, um einen vorherrschenden Anteil an einem flüssigen olefinischen Rezirkulationsstrom zum Vereinigen mit dem Ausgangsstoff in Schritt (a) zu schaffen; und

(e) Fraktionieren des schweren flüssigen Stromes aus Schritt (c), um einen hauptsächlichen flüssigen Produktstrom von schwerem Destillat-Kohlenwasserstoff, einen geringen flüssigen Produktstrom von Benzin und leichte Kohlenwasserstoffe zurück zugewinnen.

2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß der Druck des aus dem Reaktor ausströmenden Mittels in Schritt (c) von mindestens 4000 kPa Reaktordruck auf nicht mehr als 1500 kPa verringert wird.

3. Verfahren nach Anspruch 1 oder 2, dadurch gekennzeichnet, daß der Ausgangsstoff, der eine hauptsächliche Menge von C₃~C₆-Olefin umfaßt, in Schritt (a) mit dem olefinischen Rezirkulationsstromesin einem Verhältnis von mindestens 2 Molen des Rezirkulationsstrom pro Mol des Ausgangsstoff-Olefins vereinigt wird und in Schritt (b) mit einem Festbettkatalysator in Kontakt gebracht wird, der einen Säure-Alumino-Silikat-Zeolith mit einem Zwangsindex von 1-12 umfaßt, bei einer Reaktionstemperatur von 230-345⁰C unter einem Druck von 4000-7000 kPa.

4. Verfahren nach einem der Ansprüche 1-3, dadurch gekennzeichnet, daß der destillatreiche schwere flüssige Strom aus Schritt (e) weiter fraktioniert wird, um einen hauptsächlichen Produktstrom zu schaffen, der 145⁰C⁺ aliphatische Kohlenwasserstoffe umfaßt, und eine Hauptmenge von ^cio""^C2O aliphatischen Kohlenwasserstoffen und eine geringe Menge von Benzinbereichs-Kohlenwasserstoffen enthält.

5. Verfahren nach Anspruch 4, dadurch gekennzeichnet , daß es zusätzlich den Schritt der Wasserstoff behandlung des Destillatproduktstromes umfaßt, um ein schweres Destillatprodukt zu schaffen, das eine Viskosität von mindestens 1,8 centistokes hat.

6. Verfahren nach Anspruch 4, dadurch gekennzeichnet, daß ein Anteil der Benzinbereichs-Kohlenwasserstoffe mit dem vorherrschenden benzinreichen Rezirkulationsstrom rezirkuliert wird.

7. Verfahren nach einem der Ansprüche 1-6, dadurch g e -

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kenn ze ichnet, daß der schwere flüssige Strom aus Schritt (c) und der unkondensierte Dampf aus der zweiten Phasenseparationszone weiter in einem zweiten Debutanisator-Turm fraktioniert werden, um ein C ~ Leichtgas und einen C₅ ⁺ Flüssigproduktstrom rückzugewinnen; wobei es weiterhin den Schritt der Fraktionierung des C₅ ⁺ Flüssigproduktstromes in einem Abspaltungsturm für Benzin-Destillatprodukt umfaßt.

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