DE68911921T2 - Verfahren zur anreicherung von propen-äther-mischungen in einem katalysator-wirbelbettreaktor. - Google Patents

Verfahren zur anreicherung von propen-äther-mischungen in einem katalysator-wirbelbettreaktor.

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DE68911921T2 DE89907447T DE68911921T DE68911921T2 DE 68911921 T2 DE68911921 T2 DE 68911921T2 DE 89907447 T DE89907447 T DE 89907447T DE 68911921 T DE68911921 T DE 68911921T DE 68911921 T2 DE68911921 T2 DE 68911921T2
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Description

  • Diese Erfindung bezieht sich auf ein katalytisches Verfahren zur Anreicherung bzw. Veredlung (nachfolgend als Veredlung bezeichnet) von Olefinleichtgas in höhersiedende Kohlenwasserstoffe. Insbesondere liefert sie ein kontinuierliches Verfahren zum Oligomerisieren eines Ethen/Propen enthaltenden olefinischen Leichtgas-Beschickungsmaterials, das eventuell Paraffine, z.B. Propan, oder andere niedere Alkane enthält. Das erfindungsgemäße Verfahren wird vorteilhaft in Verbindung mit Gewinnungsverfahren für Kohlenwasserstoffleichtgas angewendet, die mit Raffinerieanlagen für das FCC (katalytisches Wirbelschichtcracken) verbunden sind, um C&sub4;&spplus;-Kohlenwasserstoffe zu erzeugen, z.B. flüssige olefinische Brennstoffe, Isobutan, Aromaten und andere vorteilhafte Produkte. Propen (Propylen, C&sub3;H&sub6;) und Ethen (Ethylen, C&sub2;H&sub4;) enthaltende Gase, z.B. Abgas vom Erdölcracken stellen hier vorteilhafte Ausgangsmaterialien dar.
  • Entwicklungen bei der Zeolithkatalyse und bei Kohlenwasserstoffumwandlungsverfahren haben Interesse bei der Verwendung olefinischer Ausgangsmaterialien hervorgerufen, um C&sub5;&spplus;-Benzin, Dieseltreibstoff usw. herzustellen. Zusätzlich zu grundsätzlichen chemischen Reaktionen, die von Zeolithkatalysatoren vom Typ ZSM-5 gefördert werden, hat eine Anzahl von Entdeckungen zur Entwicklung neuer industrieller Verfahren beigetragen. Diese stellen sichere umweltverträgliche Verfahren zur Anwendung von Ausgangsmaterialien dar, die niedere Olefine, insbesondere C&sub2;-C&sub4;-Alkene enthalten.
  • Die Umwandlung von niederen Olefinen, insbesondere Propen und Butene, über HZSM-5 ist bei mäßig erhöhten Temperaturen und mäßig erhöhtem Druck effektiv. Die Umwandlungsprodukte werden als flüssige Treibstoffe gesucht, insbesondere die aliphatischen C&sub5;&spplus;- und aromatischen -Kohlenwasserstoffe. Die Produktverteilung für die flüssigen Kohlenwasserstoffe kann durch Regelung der Verfahrensbedingungen, z.B. Temperatur, Druck und Raumgeschwindigkeit, variiert werden. Benzin (C&sub5;-C&sub1;&sub0;) wird bei erhöhter Temperatur (z.B. bis zu 400ºC) und mildem Druck von Umgebungsdruck bis 5500 kPa, vorzugsweise 250 bis 2900 kPa leicht gebildet. Olefinisches Benzin kann mit guter Ausbeute erzeugt und aus einem Druckreaktorsystem zur weiteren Umwandlung zu höhersiedenden Destillatbereich-Produkten gewonnen werden. Das Verfahren der Destillatart kann angewendet werden, um die Erzeugung von C&sub1;&sub0;&spplus;-Aliphaten auf einen Höchstwert zu bringen, indem die niederen und mittleren Olefine bei hohem Druck und milder Temperatur reagieren. Verfahrensdetails für typische "MOGD"(Olefin in Benzin und Destillat nach Mobil)- Oligomerisierungsanlagen werden in US-Patenten 4 456 779, 4 497 968 (Owen et al.) und 4 433 185 (Tabak) beschrieben. Bei milder Temperatur und relativ hohem Druck begünstigen die Umwandlungsbedingungen ein Produkt im Destillatbereich mit einem normalen Siedepunkt von mindestens 165ºC (330ºF). Niedere olefinische Ausgangsmaterialien, die C&sub2;-C&sub6;-Alkene enthalten, können selektiv umgewandelt werden; die Bedingungen der Destillatart mit geringer Severity bzw. Heftigkeit (nachfolgend als Severity bezeichnet) wandeln die Hauptfraktion an Ethen jedoch nicht um. Während Propen, Buten-1 u.a. bei der Destillatart mit geringerer Severity und milder Temperatur bis zu einem Ausmaß von 50 bis 95 % umgewandelt werden können, werden nur 10 bis 30 % der Ethenkomponente umgewandelt, wenn HZSM-5 oder ähnliche saure Zeolithe verwendet werden. Viele Ausgangsmaterialien von kommerziellem Interesse, z.B. FCC-Abgas, Dehydrierungsprodukte, ein Nebenprodukt vom Cracken von Ethan usw., enthalten sowohl Ethen als auch Wasserstoff zusammen mit H&sub2;S und geringsiedenden Aliphaten. Ethen kann auch bei milder Temperatur mit einem bifunktionellen Nickelkatalysator umgewandelt werden.
  • Es hat sich gezeigt, daß ein an Propen reiches olefinisches Leichtgas, insbesondere mit Propen angereichertes ethylenisches Treibgas bzw. Brenngas, zu flüssigen Kohlenwasserstoffen veredelt werden kann, die reich an olefinischem Benzin, Isobutan und Aromaten sind, indem eine katalytische Umwandlung in einem turbulenten verwirbelten Bett eines festen sauren Zeolithkatalysators bei Reaktionsbedingungen mit hoher Severity in einem einzigen Durchgang oder bei Umlauf des Gasproduktes vorgenommen wird. Diese Technik ist zur Veredlung von FCC-Leichtgas besonders vorteilhaft, das üblicherweise signifikante Mengen an Ethen, Propen, C&sub2;-C&sub4;Paraffinen und Wasserstoff enthält, die beim Cracken hochsiedender Erdöle bzw. Öle o.a. erzeugt wurden. Durch Veredlung des Leichtgas-Nebenproduktes kann die Benzinausbeute der FCC-Anlagen signifikant verbessert werden.
  • Beim Verfahren zur kontinuierlichen Umwandlung eines Ethen enthaltenden geringsiedenden Kohlenwasserstoffausgangsmaterials zu höhersiedenden Kohlenwasserstoffprodukten wurde eine Verbesserung gefunden, wobei das Ausgangsmaterial bei diesem Verfahren bei erhöhter Temperatur bei Umwandlungsbedingungen mit einem Wirbelbett des Zeolithkatalysators in Kontakt gebracht wird, wobei das Wirbelbett des Katalysators in einer senkrechten Reaktorsäule aufrechterhalten wird, die eine turbulente Reaktionszone aufweist, indem das Gas des Ausgangsmaterials mit einer Geschwindigkeit nach oben durch die Reaktionszone geleitet wird, die größer als die Übergangsgeschwindigkeit des dichten Bettes zum turbulenten Bereich und geringer als die Transport- bzw. Fördergeschwindigkeit des durchschnittlichen Katalysatorpartikels ist. Ein Teil des verkokten Katalysators, der von der Reaktionszone abgezogen wird, ist ein oxidativ regenerierter Katalysator und wird mit einer Geschwindigkeit zur Reaktionszone zurückgeführt, um die Katalysatoraktivität zu steuern, wodurch das Gewichtsverhältnis von C&sub3;-C&sub5;- Alkan:Alken im Kohlenwasserstoffprodukt bei Bedingungen der Reaktionsseverity bei 0,1:1 bis 200:1 gehalten wird, um die Umwandlung des Ausgangsmaterials durchzuführen. Die vorliegende Verbesserung umfaßt die Anreicherung des olefinischen Ausgangsmaterials mit einer Propen/Propan-Mischung, um ein Molverhältnis von Propen:Ethen von mindestens 2:1 zu bilden, wodurch ein erhöhter Durchsatz eine verbesserte Benzinausbeute und ein verbessertes C&sub4;&spplus;-Kohlenwasserstoffprodukt erhalten werden.
  • In den Zeichnungen ist Fig. 1 eine schematische Darstellung des erfindungsgemäßen Wirbelbett-Reaktorsystems;
  • Fig. 2 ist eine graphische Darstellung, die die Produktausbeuten im Verhältnis zur Reaktionstemperatur zeigt;
  • Fig. 3 zeigt das entsprechende flüssige Octanprodukt im Verhältnis zur Temperatur;
  • Fig. 4 zeigt die Ausbeuten für verschiedene Mischungen von Propen und Ethen im Olefin-Ausgangsmaterial; und
  • Fig. 5 ist eine halblogarithmische Darstellung, die C&sub3;-C&sub5;- Alkan:Alken vergleicht.
    • Beschreibung der Katalysatoren
  • Neueste Entwicklungen in der Zeolithtechnologie lieferten eine Gruppe von siliciumhaltigen Materialien mit mittleren Poren und ähnlicher Porengeometrie. Der prominenteste dieser Zeolithe mit mittlerer Porengröße ist ZSM-5, der üblicherweise mit aktiven Plätzen der Brönsted-Säure synthetisiert wird, indem in das Zeolithgitter ein tetraedrisch koordiniertes Metall eingearbeitet wird, z.B. Al, Ga, B oder Fe. Diese Zeolithe mit mittleren Poren sind für die saure Katalyse begünstigt; die Vorteile der ZSM-5-Strukturen können jedoch ausgenutzt werden, indem Materialien mit hohem Siliciumgehalt oder kristalline Metallosilicate mit einer oder mehreren tetraedrischen Arten mit variierendem Aciditätsgrad verwendet werden. Die kristalline Struktur von ZSM-5 läßt sich leicht aus seinem Röntgenbeugungsdiagramm erkennen, das in US-Patent Nr. 3 702 866 (Argauer et al.) beschrieben ist, das hier als Bezug aufgenommen wird.
  • Die hier für die Verwendung bevorzugten Oligomerisierungskatalysatoren umfassen formselektive kristalline Aluminosilicatzeolithe mit mittleren Poren (und zwar 5-7 x 10&supmin;&sup7; mm) und einem Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Verhältnis von mindestens 12, einem Zwangsindex von 1 bis 12 und einer sauren Crackaktivität von 10 bis 250. Im Wirbelbettreaktor kann der verkokte Katalysator bei diesen Verfahrensbedingungen eine scheinbare Aktivität (α-Wert) von 10 bis 80 aufweisen, um den notwendigen Grad der Severity der Reaktion zu erreichen. Repräsentative Zeolithe vom Typ ZSM-5 sind ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-22, ZSM-23, ZSM-35 und ZSM-48. ZSM-5 wird in US-Patent Nr. 3 702 886 und US-Patent Re-Nr. 29 948 beschrieben. Andere geeignete Zeolithe werden in US-Patenten 3 709 979, 3 832 449, 4 076 979, 4 076 842, 4 046 839 und 4 579 999 beschrieben. Obwohl geeignete Zeolithe mit einem Molverhältnis des koordinierten Metalloxid zum Siliciumdioxid von 20:1 bis 200:1 oder höher angewendet werden können, ist es vorteilhaft, einen Standard-ZSM-5 einzusetzen, der ein Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Molverhältnis von 25:1 bis 70:1 hat und geeignet modifiziert ist. Eine typische Komponente des Zeolithkatalysators mit Brönsted- Säureplätzen kann im wesentlichen aus einem Aluminosilicat/ZSM-5-Zeolith mit 5 bis 95 Gew.-% Siliciumdioxid- und/oder Aluminiumoxid-Bindemittel bestehen.
  • Diese siliciumhaltigen Zeolithe können in ihren sauren Formen angewendet werden, dem Ionenaustausch unterzogen oder mit einem oder mehreren geeigneten Metallen imprägniert werden, z.B. Ga, Pd, Zn, Ni, Co und/oder andere Metalle der Gruppen III bis VIII des Periodensystems. Der Zeolith kann eine Hydrierungs/Dehydrierungs-Komponente einschließen (die manchmal als Hydrierungskomponente bezeichnet wird), die im allgemeinen ein oder mehrere Metalle der Gruppe IB, IIB, IIIB, VA, VIA oder VIIIA des Periodensysteins (IUPAC) ist, insbesondere Aromatisierungsmetalle, wie Ga, Pd usw. Vorteilhafte Hydrierungskomponenten umfassen Edelmetalle der Gruppe VIIIA, insbesondere Platin, es können jedoch auch andere Edelmetalle verwendet werden, wie Palladium, Gold, Silber, Rhenium oder Rhodium. Nichtedelmetall-Hydrierungskomponenten können ebenfalls verwendet werden, insbesondere Nickel, Cobalt, Molybdän, Wolfram, Kupfer oder Zink. Die Katalysatormaterialien können zwei oder mehrere katalytische Komponenten umfassen, z.B. eine metallische Oligomerisierungskomponente (z.B. ionisches Ni&spplus;² und einen formselektiven sauren Oligomerisierungskatalysator mit mittleren Poren, z.B. Zeolith ZSM-5), wobei diese Komponenten in einer Mischung vorhanden sein können oder zu einem einzigen bifunktionellen festen Partikel kombiniert sein können. Es ist möglich, ein Metall für die Dimerisierung von Ethen oder ein Oligomerisierungsmittel zu verwenden, um das Ausgangsmaterial Ethen wirksam in einer kontinuierlichen Reaktionszone umzuwandeln.
  • Bestimmte Katalysatoren dieser formselektiven Katalysatoren vom Typ ZSM-5 mit mittleren Poren sind gelegentlich als Pentasile bekannt. Zusätzlich zu den bevorzugten Aluminosilicaten können Borosilicat, Ferrosilicat und "Silicalit"- Materialien verwendet werden. Es ist vorteilhaft, einen Standard-ZSM-5 mit einem Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Molverhältnis von 25:1 bis 70:1 bei einem α-Wert der Vorrichtung von 3 bis 80 anzuwenden, um 60 bis 100 %, vorzugsweise mindestens 70 % der Olefine im Ausgangsmaterial umzuwandeln.
  • Pentasil-Zeolithe vom Typ ZSM-5 sind aufgrund ihrer Regenerierbarkeit, langen Lebensdauer und Stabilität bei extremen Verfahrensbedingungen in diesem Verfahren besonders vorteilhaft. Die Zeolithkristalle haben üblicherweise eine Kristallgröße von 0,01 bis mehr als 2 um oder darüber, wobei 0,02 bis 1 um bevorzugt sind. Um die gewünschte Partikelgröße für die Verwirbelung im turbulenten Bereich zu erhalten, werden die Kristalle des Zeolithkatalysators mit einer geeigneten anorganischen Matrix gebunden, z.B. Siliciumdioxid, Aluminiumoxid usw., um eine Zeolithkonzentration von 5 bis 95 Gew.-% zu bilden. Bei der Beschreibung der bevorzugten Ausführungsformen wird ein 25 % H-ZSM-5-Katalysator verwendet, der in einer Siliciumdioxid-Aluminiumoxid-Matrix enthalten ist und einen frischen α-Wert von 80 aufweist, wenn es nicht anders aufgeführt ist.
  • Die Partikelgrößenverteilung kann bei der Erreichung einer gesamten Homogenität im Bereich der turbulenten Verwirbelung einen signifikanten Faktor darstellen. Es ist erwünscht, das Verfahren mit Partikeln zu betreiben, die sich innerhalb des gesamten Bettes gut vermischen. Große Partikel mit einer Partikelgröße von mehr als 250 um sollten vermieden werden, es ist vorteilhaft, einen Partikelgrößenbereich anzuwenden, der im wesentlichen aus 1 bis 150 um besteht. Die durchschnittliche Partikelgröße beträgt üblicherweise 20 bis 100 um, vorzugsweise 40 bis 80 um. Die Partikelverteilung kann verbessert werden, wenn man eine Mischung aus größeren und kleineren Partikeln innerhalb des wirksamen Bereiches hat, und es ist besonders erwünscht, daß eine signifikante Menge an Feinstoffen vorhanden ist. Eine genaue Regelung der Verteilung kann aufrechterhalten werden, um 10 bis 25 Gew.-% des gesamten Katalysators in der Reaktionszone in einem Größenbereich von weniger als 32 um zu halten. Diese Klasse der fluidisierbaren Partikel wird als Geldart-Gruppe A bezeichnet. Der Verwirbelungsbereich wird folglich geregelt, um ein Verfahren zwischen der Übergangsgeschwindigkeit und der Fördergeschwindigkeit zu sichern. Die Verwirbelungsbedingungen sind von denen wesentlich verschieden, die man in nicht turbulenten dichten Betten oder Förderbetten findet.
    • Durchführung des Verfahrens
  • In dieser Beschreibung werden metrische Einheiten und Gewichtsteile verwendet, wenn es nicht anders aufgeführt ist.
  • Das bevorzugte Ausgangsmaterial enthält C&sub2;-C&sub6;-Alkene (Monoolefin), einschließlich mindestens 2 Mol-% Ethen, wobei die gesamten C&sub2;-C&sub3;-Alkene im Bereich von 10 bis 100 Gew.-% sind.
  • Unschädliche Komponenten, z.B. Methan und andere Paraffine und Inertgase, können vorhanden sein. Ein Teil der Paraffine in der Beschickung wird ebenfalls in C&sub4;&spplus;-Kohlenwasserstoffe umgewandelt, wobei dies von den angewendeten Reaktionsbedingungen und dem eingesetzten Katalysator abhängt.
  • Ein besonders vorteilhaftes Ausgangsmaterial ist ein Leichtgas-Nebenprodukt von FCC-Crackanlagen für Gasöl, das typischerweise 10 bis 60 Mol-% C&sub2;-C&sub4;-Olefine und 5 bis 35 Mol-% H&sub2; und variierende Mengen an C&sub1;-C&sub3;-Paraffinen und Inertgas wie N&sub2; enthält. Das Verfahren kann einen großen Bereich niederer Alkane von 0 bis 90 % tolerieren. Die Ausgangsmaterialien können mehr als 50 Gew.-% niedere aliphatische C&sub1;-C&sub4;-Kohlenwasserstoffe enthalten, sollten jedoch ausreichend Olefine enthalten, um einen gesamten Partialdruck des Olefins von mindestens 50 kPa zu bilden. Bei diesen Bedingungen der Severity der Reaktion, die bei der vorliegenden Erfindung angewendet werden, können niedere Alkane, z.B. Propan, das eventuell gleichzeitig mit dem Propen aus der Leichtgasgewinnung vom FCC zugeführt wird, teilweise in C&sub4;+-Produkte umgewandelt werden.
  • Die gewünschten Produkte sind C&sub4; bis C&sub9;-Kohlenwasserstoffe, die mindestens 50 Gew.-% des gewonnenen Produktes umfassen, vorzugsweise 80 % oder mehr. Obwohl die Olefine eine vorherrschende Fraktion des C&sub4;&spplus;-Reaktionsabflusses darstellen, bis zu 45 % Butene, Pentene, Hexene, Heptene, Octene, Nonene und deren Isomere, ist es erwünscht, das Ausgangsmaterial zu Benzin mit hoher Octanzahl zu veredeln, das Aromaten enthält, vorzugsweise mindestens 10 Gew.-%.
  • Die Bedingungen der Severity der Reaktion können geregelt werden, um die Ausbeute an aliphatischen C&sub4;-C&sub9;-Kohlenwasserstoffen zu optimieren. Es ist klar, daß die Erzeugung von Aromaten und geringsiedenden Paraffinen durch die Zeolithkatalysatoren gefördert wird, die eine hohe Konzentration an Reaktionsplätzen der Brönsted-Säure aufweisen.
  • Folglich besteht ein wichtiges Kriterium in der Auswahl und Erhaltung des Katalysatorbestands, um entweder frischen Katalysator mit saurer Aktivität zu bilden, oder indem die Geschwindigkeiten der Deaktivierung und Regenerierung des Katalysators geregelt werden, um einen durchschnittlichen scheinbaren α-Wert von 3 bis 80 zu bilden.
  • Die Reaktionstemperaturen und die Kontaktzeit stellen ebenfalls signifikante Faktoren bei der Severity der Reaktion dar, und diesen Verfahrensparametern wird gefolgt, um einen im wesentlichen stabilen Zustand zu erhalten, bei dem der Index der Severity der Reaktion (RI) innerhalb der Verfahrensbedingungen gehalten wird, die das gewünschte Gewichtsverhältnis von Propan zu Propen ergeben. Obwohl dieser Index in Gegenwart von zugesetztem Propan im Ausgangsmaterial stark variieren kann, z.B. von 0,1 bis 200, ist es bevorzugt, die Wirbelbettanlage im stabilen Zustand zu betreiben, um den RI bei 0,2:1 bis 5:1 zu halten, wenn eine Messung bei wesentlicher Abwesenheit von zugesetztem Propan vorgenommen wird. Obwohl die Severity der Reaktion vorteilhaft durch das Gewichtsverhältnis von Propan:Propen in der gasförmigen Phase bestimmt wird, kann sie auch aus den analogen Verhältnissen von Butanen:Butenen, Pentanen:Pentenen oder dem Durchschnitt der gesamten Alkane:Alkene des Reaktorabflusses im C&sub3;-C&sub5;-Bereich geschätzt werden, wie es in Fig. 5 graphisch dargestellt ist.
  • Fig. 5 zeigt das enge Verhältnis zwischen dem RI-Wert für C&sub3;-, C&sub4;- und C&sub5;-Aliphaten und dem Gesamtverhältnis von Alkan:Alken. Diese Werte sind im Bereich von 0,1 bis 50 und bei einem typischen olefinischen C&sub2;-C&sub3;-Ausgangsmaterial bei wesentlicher Abwesenheit von zugesetztem Propan im Ausgangsmaterial gezeigt. Der Optimalwert hängt von der exakten Katalysatorzusammensetzung, dem Ausgangsmaterial und den Reaktionsbedingungen ab; die typischen Ethen/Propenreichen Leichtgasmischungen, die hier in den Beispielen verwendet werden, und ein ähnliches Abgas vom Crackverfahren können eventuell zum gewünschten aliphatenreichen Benzin veredelt werden, indem der RI bei 1 gehalten wird.
  • Der olefinische Beschickungsstrom kann durch Zusatz von Propan angereichert werden, um die Erzeugung des C&sub4;&spplus;-Produktes zu erhöhen. Propan enthaltende Ströme, z.B. verflüssigtes C&sub3;-C&sub4;-Erdgas und verschiedene Raffineriefraktionen können zur Ergänzung des olefinischen Ausgangsmaterials verwendet werden. Geeignete aliphatische C&sub2;-C&sub4;-Mischungen, die 20 bis 85 Gew.-% Propan enthalten, können die olefinischen Ausgangsmaterialien mit 15 bis 80 % Monoalken verbessern. Da die Propanumwandlung bei üblichen Verfahrensbedingungen unvollständig ist, kann dieser Zusatz den scheinbaren RI-Wert für C&sub3; über 50:1 erhöhen.
  • Die Anwendung der Wirbelbettkatalyse erlaubt es, daß das Umwandlungssystem bei einem geringen Druckabfall betrieben wird, dies kann bei einem ökonomisch praktischen Verfahren einen gesamten Verfahrensdruck von 200 bis 2500 kPa, vorzugsweise mindestens 400 kPa bilden. Ein weiterer wichtiger Vorteil ist die genaue Temperaturregelung, die durch das Verfahren des turbulenten Bereichs möglich wird, wobei eine gleichmäßige Umwandlungstemperatur innerhalb enger Toleranzgrenzen aufrechterhalten werden kann, oftmals weniger als 25ºC. Abgesehen von einer geringen Zone neben dem Gaseinlaß am Boden ist die Mittelpunktsmessung für das gesamte Bett repräsentativ, dies beruht auf der erreichten gründlichen Vermischung.
  • Bei einem typischen Verfahren wird das olefinische Ausgangsmaterial bei Oligomerisierungsbedingungen und mildem Druck (und zwar 400 bis 2000 kPa) in einem katalytischen Reaktor umgewandelt, um mindestens 6 % Isobutan und ein vorwiegend flüssiges Produkt zu erzeugen, das im wesentlichen aus C&sub4;&spplus;-Kohlenwasserstoffen besteht, die reich an Olefinen im Benzinbereich und Aromaten sind.
  • Wie es in Fig. 1 gezeigt ist, strömt die Gasbeschickung, die reich an C&sub2;-C&sub3;-Olefinen ist, unter Druck durch die Leitung 10, wobei der Hauptstrom durch den Bodeneinlaß des Reaktorgefäßes 20 geleitet wird, so daß er sich durch die Gitterplatte 22 in die Verwirbelungszone 24 verteilt. Hier kommt die Gasbeschickung mit dem turbulenten Bett der fein verteilten Katalysatorpartikel in Kontakt. Es ist ein Reaktorgefäß 20 gezeigt, das mit Wärmeaustauschrohren 26 versehen ist, die als einige getrennte Wärmeaustauschrohrbündel angeordnet sein können, so daß die Temperaturregelung in verschiedenen Abschnitten des Wirbelbetts des Katalysators separat ausgeübt werden kann. Die Unterseiten der Rohre sind in einem ausreichenden Abstand oberhalb des Verteilergitters 22 für die Beschickung angeordnet, so daß durch die Beschickung keine Düsenwirkung ausgeübt wird, die durch die Löcher mit geringem Durchmesser im Gitter zugeführt wird.
  • Alternativ kann die Reaktionswärme teilweise oder vollständig unter Verwendung einer kalten Beschickung entfernt werden. Prallflächen können hinzugefügt werden, um das radiale und axiale Vermischen zu steuern. Obwohl die senkrechte Reaktionszone ohne Prallflächen gezeigt ist, kann sie offene Rohre oberhalb des Gitters enthalten, damit die hydraulischen Einschränkungen aufrechterhalten werden, wie es in US-Patent 4 251 484 (Daviduk und Haddad) beschrieben wird. Die von der Reaktion freigesetzte Wärme kann geregelt werden, indem die Beschickungstemperatur auf bekannte Weise eingestellt wird.
  • Es ist eine Auslaßeinrichtung 28 für den Katalysator vorgesehen, um den Katalysator oberhalb des Bettes 24 abzuleiten und durch das Regelventil 29 in das Gefäß 30 zur Katalysatorregenerierung zu leiten. Der teilweise deaktivierte Katalysator wird durch einen geregelten Kontakt mit Luft oder einem anderen Regenerierungsgas bei erhöhter Temperatur in einer verwirbelten Regenerierungszone oxidativ regeneriert, um die kohlenstoffhaltigen Ablagerungen zu entfernen und die saure Aktivität wieder herzustellen. Die Katalysatorpartikel werden im Hubgas mitgerissen und durch den Riser 32 zum oberen Abschnitt des Gefäßes 30 befördert. An der Unterseite des Bettes wird Luft verteilt, um die Verwirbelung durchzuführen, wobei die Nebenprodukte der Oxidation durch den Zyklonabscheider 34 aus der Regenerierungszone befördert werden, der alle mitgerissenen Feststoffe zum Bett zurückführt. Abgas wird durch die obere Leitung 36 zur Entsorgung abgezogen; ein Teil des Abgases kann jedoch durch den Wärmeaustauscher 38, den Abscheider 40 und den Kompressor 42 rezirkuliert werden, so daß es mit frischem Oxidationsgas durch die Leitung 44 zum Gefäß und als Hubgas für den Katalysator im Riser 32 zurückgeführt wird.
  • Regenerierter Katalysator wird durch die Leitung 46 zum Hauptreaktor 20 geleitet, die mit einem Strömungsregelventil 48 versehen ist. Der regenerierte Katalysator kann mit der komprimierten Gaszufuhr durch die Steigleitung 50 für die Katalysatorrückführung zum Katalysatorbett angehoben werden. Da die Menge des regenerierten Katalysators, die zum Reaktor geleitet wird, relativ gering ist, bringt die Temperatur des regenerierten Katalysators die Temperaturbegrenzungen des Reaktorbetriebs nicht wesentlich durcheinander. Eine Reihe nacheinander verbundener Zyklonabscheider 52, 54 ist mit Tauchleitungen 52A, 54A versehen, um alle mitgerissenen Katalysatorfeinstoffe zum unteren Bett zurückzuführen. Diese Abscheider sind im oberen Abschnitt des Reaktorgefäßes angeordnet, das die dispergierte Katalysatorphase 24 umfaßt. Filter, z.B. Plattenfilter aus Sintermetall, können allein oder in Verbindung mit Zyklonen verwendet werden. Der im Zyklonabscheidesystem von den Katalysatorpartikeln abgetrennte Produktabfluß wird dann durch die obere Gasauslaßeinrichtung 56 vom Reaktorgefäß 20 abgezogen. Das gewonnene Kohlenwasserstoffprodukt, das C&sub5;&spplus;-Olefine und/oder Aromaten, Paraffine und Naphthene umfaßt, wird danach je nach Bedarfbehandelt, um das gewünschte Benzin- oder höhersiedende Produkt zu bilden.
  • Bei optimierten Verfahrensbedingungen hat das turbulente Bett eine Oberflächengeschwindigkeit des Dampfes von 0,3 bis 2 Meter/Sekunde (m/s). Bei höheren Geschwindigkeiten können die mitgerissenen feinen Partikel übermäßig viele werden, und über 3 m/s kann das gesamte Bett aus der Reaktionszone befördert werden. Bei geringeren Geschwindigkeiten kann die Bildung großer Blasen oder Gashohlräume für die Umwandlung schädlich sein. Sehr feine Partikel können unter 0,1 m/s nicht effektiv in einem turbulenten Bett gehalten werden.
  • Ein geeignetes Merkmal der turbulenten Verwirbelung ist die Dichte des Betts. Ein typisches turbulentes Bett hat eine Verfahrensdichte bzw. Betriebsdichte von 100 bis 500 kg/m³, vorzugsweise 300 bis 500 kg/m³, diese wird am Boden der Reaktionszone gemessen, wobei das Bett in Richtung der Oberseite der Reaktionszone aufgrund des Druckabfalls und der Partikelgrößendifferenzierung weniger dicht wird. Diese Dichte liegt im allgemeinen zwischen der Katalysatorkonzentration, die in dichten Betten angewendet wird, und der in dispergierten Fördersystemen. Es kann der Druckunterschied zwischen zwei senkrecht voneinander getrennten Punkten in der Reaktorsäule gemessen werden, um die durchschnittliche Bettdichte in diesem Abschnitt der Reaktionszone zu erhalten. In einem Wirbelbettsystem, das Partikel von ZSM-5 mit einer scheinbaren Fülldichte von 750 kg/m³ und einer wirklichen Dichte von 2430 kg/m³ anwendet, ist z.B. eine durchschnittliche Dichte des Wirbelbetts von 300 bis 500 kg/m³ befriedigend.
  • Aufgrund der Turbulenz, die man in diesem turbulenten Bereich antrifft, wird der Gas/Feststoff-Kontakt im katalytischen Reaktor verbessert, dies ergibt eine hohe Ethen/Propen-Umwandlung im Bereich von 70 - 95+ %, eine verbesserte Selektivität und eine gleichmäßigere Temperatur. Ein wichtiger Vorteil dieses Verfahrens besteht in der zugehörigen Regelung der Blasengröße und der charakteristischen Lebensdauer der Blasen. Die Blasen der gasförmigen Reaktionsmischung sind klein, regellos und kurzlebig, dies führt zu einem guten Kontakt zwischen den gasförmigen Reaktanten und den festen Katalysatorpartikeln.
  • Ein signifikanter Unterschied zwischen dem Verfahren dieser Erfindung und herkömmlichen Umwandlungsverfahren besteht darin, daß das Verfahren in diesem turbulenten Verwirbelungsbereich optimiert wird, um eine C&sub5;&spplus;-Flüssigkeit mit hoher Octanzahl und guter Ausbeute zu erzeugen. Die stündliche Gewichts-Raum-Geschwindigkeit und der gleichmäßige Kontakt bieten eine genaue Regelung der Kontaktzeit zwischen der Dampf- und der Feststoffphase, typischerweise 3 bis 15 Sekunden. Ein weiterer Vorteil des Betriebs dieser Art besteht in der Regelung der Blasengröße und der Lebensdauer, wodurch vermieden wird, daß viel Gas im Reaktor vorbei strömt.
  • Wenn die Oberflächengeschwindigkeit des Gases im dichten Bett erhöht wird, treten eventuell Stoßbedingungen auf, und bei weiterer Zunahme der Oberflächengeschwindigkeit des Gases bricht diese Stoßströmung nach unten in den turbulenten Bereich durch. Die Übergangsgeschwindigkeit, bei der dieser turbulente Bereich auftritt, scheint mit der Partikelgröße abzunehmen. Der turbulente Bereich erstreckt sich von der Übergangsgeschwindigkeit bis zur sogenannten Fördergeschwindigkeit, dies wird von Avidan et al. in US- Patent 4 547 616 beschrieben. Wenn die Fördergeschwindigkeit erreicht ist, gibt es eine deutliche Zunahme der Mitreißgeschwindigkeit der Partikel, und bei Abwesenheit eines Feststoffumlaufs wäre das Bett schnell leer.
  • Beim erfindungsgemäßen Verfahren tragen einige wichtige Parameter zur Verwirbelung im turbulenten Bereich bei. Wenn ein Zeolithkatalysator vom Typ ZSM-5 in feiner Pulverform angewendet wird, sollte ein solcher Katalysator den Zeolith umfassen, der geeignet auf einem passenden Träger gebunden oder imprägniert ist, wobei die Feststoffdichte (Gewicht des repräsentativen einzelnen Partikel, geteilt durch sein scheinbares "Außen"-Volumen) im Bereich von 0,6 bis 2 g/ml, vorzugsweise 0,9 bis 1,6 g/ml liegt. Die Katalysatorpartikel können in einem großen Partikelgrößenbereich von bis zu 250 um sein, wobei die durchschnittliche Partikelgröße zwischen 20 und 100 um, vorzugsweise zwischen 40 und 80 um liegt. Wenn diese Feststoffpartikel in ein Wirbelbett gegeben werden, in dem die Oberflächengeschwindigkeit des Fluids 0,3 bis 2 m/s beträgt, wird ein Verfahren in einem turbulenten Bereich erhalten. Der Fachmann wird erkennen, daß bei einem höheren Druck eine geringere Gasgeschwindigkeit angewendet werden kann, um das Verfahren im turbulenten Verwirbelungsbereich zu sichern.
  • Der Reaktor kann jede technisch denkbare Konfiguration annehmen, es sollten jedoch verschiedene wichtige Kriterien in Betracht gezogen werden. Das Katalysatorbett im Reaktor kann eine Höhe von mindestens 5 bis 20 m, vorzugsweise 7 bis 9 m haben. Im Bett können feine Partikel enthalten sein, insbesondere aufgrund des Abriebs, und diese Feinstoffe können im Gasproduktstrom mitgerissen werden. Ein typisches turbulentes Bett kann eine Mitreißgeschwindigkeit des Katalysators bis zum 1,5-fachen des Bestands der Reaktionszone pro Stunde aufweisen. Wenn die Fraktion der Feinstoffe groß wird, kann ein Teil des mitgerissenen Katalysators aus dem System entfernt und durch größere Partikel ersetzt werden. Es ist denkbar, einen Abscheider für die feinen Partikel anzuwenden, z.B. einen Zyklon und/oder Filtereinrichtungen, die innerhalb oder außerhalb der Reaktorhülle angeordnet sind, um den mitgerissenen Katalysator zu gewinnen und diese Fraktion kontinuierlich zum Boden der Reaktionszone zurückzuleiten, so daß eine Rezirkulation bei einer Geschwindigkeit von einem Katalysatorbestand pro Stunde erfolgt. Feine Partikel, die mit dem Abgas mitgerissen werden und aus dem Reaktorgefäß befördert werden, können eventuell durch Sintermetallfilter gewonnen werden, die bei einer hohen Temperatur betrieben werden.
  • Dieses Verfahren kann bei jedem Verfahrensstrom verwendet werden, der ausreichend geringsiedende Olefine und Paraffine enthält. Zum Beispiel kann es verwendet werden, um ein Nebenprodukt-Abgas vom FCC zu behandeln, das typischerweise insgesamt 10 bis 40 Gew.-% Ethen enthält und angereichert wird, so daß es mindestens 3 Gew.-Teile Propen pro Teil Ethen enthält (und zwar ein Molverhältnis von 2:1 bis 40:1). Es wurden experimentelle Versuche mit dem Katalysator ZSM-5 durchgeführt, um das erfindungsgemäße Verfahren zu demonstrieren. Die Wirbelbettanlage kann innerhalb eines großen Bereiches der Verfahrensvariablen und der Katalysatoraktivität betrieben werden.
    • Betrieb des Reaktors
  • Eine typische Reaktoranlage verwendet eine temperaturgesteuerte Katalysatorzone mit indirektem Wärmeaustausch und/oder einstellbarer Gasabschreckung, wodurch die exotherme Reaktion sorgfältig geregelt werden kann, um eine übermäßige Temperatur oberhalb des üblichen Betriebsbereiches von 315 bis 510ºC zu verhindern, die durchschnittliche Reaktortemperatur liegt vorzugsweise bei 315 bis 430ºC. Die Energieerhaltung in diesem System kann mindestens einen Teil des Wertes der exothermen Wärme des Reaktors ausnutzen, indem der heiße Reaktorabfluß mit dem Beschickungsmaterial und/oder den Umlaufströmen ausgetauscht wird. Eventuelle Wärmeaustauscher können die Wärme vor der Fraktionierung vom Abflußstrom gewinnen. Ein Teil der Reaktionswärme oder die gesamte Reaktionswärme können aus dem Reaktor entfernt werden, ohne daß indirekte Wärmeaustauschrohre verwendet werden, indem die kalte Beschickung ausgenutzt wird, wodurch die Reaktortemperatur durch die Einstellung der Beschickungstemperatur gesteuert werden kann. Die internen Wärmeaustauschrohre können noch als interne Prallflächen verwendet werden, die den hydraulischen Durchmesser des Reaktors und das axiale und radiale Vermischen verringern.
  • Die stündliche Gewichts-Raum-Geschwindigkeit (WHSV) auf der Basis der gesamten Olefine im frischen Beschickungsmaterial beträgt 0,1 bis 5 WHSV. Typische Systeme zur Fraktionierung des Produktes werden in US-Patenten 4 456 779 und 4 504 693 (Owen et al.) beschrieben. Typische Ergebnisse der ethenreichen Katalyse, die im Wirbelbettreaktor erhalten wird, sind in den Beispielen 1 bis 3 gezeigt.
    • BEISPIEL 1 Reaktorbedingungen:
  • Temperatur 370ºC
  • Druck 410 kPa
  • WHSV Olefin 0,5
  • kein Umlauf
    • Zusammensetzung der Beschickung, Gew.-%
  • Wasserstoff 10,7
  • Ethen 89,3
    • Produktausbeuten, Gew.-%
  • Methan 0,1
  • Ethan 1,9
  • Ethen 11,7
  • Propan 7,3
  • Propen 5,0
  • Isobutan 10,6
  • n-Butan 4,4
  • Butene 7,6
  • C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe 51,4
    • Eigenschaften der C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe
  • R+O-Octanzahl 93,2
  • Spezifisches Gewicht 0,74
    • BEISPIEL 2 Reaktorbedingungen:
  • Temperatur 370ºC
  • Druck 1200 kPa
  • WHSV Olefin 0,4
  • kein Umlauf
    • Zusammensetzung der Beschickung, Gew.-%
  • Stickstoff 65,8
  • Wasserstoff 0,8
  • Ethen 14,7
  • Propen 18,7
    • Produktausbeuten, Gew.-%
  • Methan 0,1
  • Ethan 1,4
  • Ethen 3,6
  • Propan 8,9
  • Propen 2,8
  • Isobutan 12,8
  • n-Butan 6,0
  • Butene 5,7
  • C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe 58,7
    • Eigenschaften der C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe
  • R+O-Octanzahl 93,2
  • Spezifisches Gewicht 0,74
    • BEISPIEL 3 Reaktorbedinaungen:
  • Temperatur 370ºC
  • Druck 1200 kPa
  • WHSV Olefin 0,4
  • Umlaufverhältnis, Mol/Mol 1,4
    • Zusammensetzung der Beschickung, Gew.-%
  • Stickstoff 65,8
  • Wasserstoff 0,8
  • Ethen 14,7
  • Propen 18,7
    • Produktausbeuten, Gew.-%
  • Methan 0,1
  • Ethan 0,7
  • Ethen 6,0
  • Propan 4,7
  • Propen 3,0
  • Isobutan 9,9
  • n-Butan 3,6
  • Butene 6,3
  • C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe 65,7
    • Eigenschaften der C&sub5;&spplus;-Kohlenwasserstoffe
  • R+O-Octanzahl 90,3
  • Spezifisches Gewicht 0,73
  • Beispiel 1 steht für eine Beschickung, die nur Ethen und Wasserstoff enthält. Beispiel 2 ist eine Beschickung, die Stickstoff, Wasserstoff, Ethen und Propen enthält. Die C&sub4;&spplus;- Ausbeuten sind höher, da ein Teil der Alkane umgewandelt wird. Beispiel 3 ist Beispiel 2 ähnlich, ein wesentlicher Anteil des C&sub4;&supmin;-Produktes wird jedoch zum Reaktor rezirkuliert. Die C&sub5;&spplus;-Ausbeuten sind höher und die Anforderungen an die Katalysatorauffrischung sind im Beispiel 3 verglichen mit Beispiel 2 geringer. Bei höheren Temperaturen, geringerem Druck und höherer Katalysatoraktivität sind höhere Isobutanausbeuten und Octanzahlen des Benzins möglich.
  • Das erzeugte Isobutan, üblicherweise mehr als 5 Gew.-%, kann einen wesentlichen Einfluß auf die mögliche Alkylatausbeute haben, wobei dies vom Beschickungszustand des Isobutan in der Erdölraffinerie abhängt. Die maximale Ausbeute (C&sub5;&spplus; plus Alkylate) kann bei einer Umwandlungstemperatur zwischen 360 und 415ºC erreicht werden. Die Flexibilität des Wirbelbetts zur Regelung der Reaktortemperatur bei exothermen Reaktionsbedingungen ermöglicht eine leichte Einstellung, um die optimale Struktur der Ausbeute zu erreichen. Die vorgeschlagene Anlage zur Umwandlung von Brenngas kann mit einer angemessenen Aminwäsche in eine vorhandene FCC-Gasanlage eingepaßt werden, um den größten Teil der schädlichen Schwefelverbindungen, z.B. H&sub2;S, zu entfernen.
    • Beispiel 4
  • Um die Wirkung der Propenanreicherung nachzuweisen, wird eine kontinuierliche Wirbelbettanlage zur Olefinveredlung mit einer Beschickung betrieben, die eine geringe Ethylenmenge und einen Teil des oder den gesamten C&sub3;-Propan/Propylen-Strom aus einem Raffinerie-Crackkomplex enthält. Das C&sub3; kann die einzige Beschickung darstellen oder mit einem komplexen Brenngasstrom vom Cracken vermischt werden. Das Propylen wird bei MOG-Bedingungen (z.B. 315 - 510ºC, 1344 kPa (180 psig) und 0,8 WHSV) ziemlich schnell umgewandelt, um hauptsächlich C&sub5;&spplus;-Benzin zu erzeugen, wobei die Octanzahl im Bereich von 90 bis 100 R+O liegt, dies hängt von der Reaktortemperatur ab. Die Benzinausbeute ist typischerweise 2 bis 5 Gew.-% höher als bei Brenngas, das bei wesentlicher Abwesenheit von C&sub3;-Komponenten allein zugeführt wird, während die Qualität der Octanzahl bei ähnlichen Verfahrensbedingungen die gleiche ist.
  • Das typische Beschickungsmaterial ist ein verdünnter Ethylenstrom, üblicherweise das Brenngas von einem Crackkomplex einer Raffinerie. Dieser Strom enthält normalerweise zusätzlich zum Ethylen etwas Propylen. Typische Gewichtsverhältnisse von Ethylen zu Propylen betragen 3:1 bis 1:1. Das Propylen, das in diesem Strom vorhanden ist, wird leicht umgewandelt. Die vorliegende Erfindung beinhaltet die Zugabe von zusätzlichem Propylen, typischerweise aus dem C&sub3;-Strom des Crackkomplexes der Raffinerie, um das Ethylen/Propylen-Gewichtsverhältnis auf 1:3 bis 1:4 zu senken, dies kann als C&sub3;:C&sub2;-Molverhältnis von mehr als 2:1 ausgedrückt werden. Die Raumgeschwindigkeit im Reaktor (WHSV auf der Basis der gesamten Olefine) in der Beschickung kann mindestens verdoppelt werden, indem zusätzliches Propylen zugeführt wird, ohne daß die Umwandlung des im Brenngas vorhandenen Ethylen signifikant beeinflußt wird.
  • Tabelle 4 zeigt die Ergebnisse einer Wirbelbett-Veredlungsanlage für die Zugabe von zusätzlichem Propylen zu einer simulierten Brenngasmischung. In diesem Beispiel werden die Reaktortemperatur, die Beschickungsgeschwindigkeit des Brenngases und der Katalysatorbestand konstant gehalten. Der Zusatz von Propylen (der einen kommerziellen C&sub3;-Strom simuliert) führt zu einer Verdoppelung der WHSV auf der Basis der Olefine der Beschickung. Trotz dieser Zunahme der WHSV nimmt die Ethylenumwandlung nur um 1 % ab, und die Benzinausbeute steigt um 4 % ohne eine Veränderung der Qualität der Octanzahl des Benzins. Der Einfluß des Zusatzes dieses C&sub3;-Stroms zur Brenngasbeschickung bei verschiedenen Temperaturen ist in den Fig. 2 und 3 gezeigt. Wie es in Fig. 2 gezeigt ist, resultiert das zusätzliche Propylen in einem Anstieg der Benzinausbeute von 2 bis 5 % und die Ausbeute beider Beschickungen nimmt mit steigender Temperatur ab. Die Octanzahl des Produktes steigt mit der Temperatur; folglich hängt der am stärksten erwünschte Punkt dieses Verfahrens in der Raffinerie vom relativen Wert der Ausbeute gegenüber der Octanzahl ab. Tabelle 4 Einfluß des Zusatzes von Propen Beschickung nur Brenngas Brenngas + Propen Ethen/Propen-Gewichtsverhältnis WHSV auf der Basis der gesamten Olefine, h&supmin;¹ WHSV auf der Basis von Ethen, h&supmin;¹ Reaktortemperatur, ºC (ºF) Durchschnittliche Reaktorgeschwindigkeit, m/s Partialdruck, psia Ethen Propen Umwandlung, Gew.-% Ausbeuten auf der Basis der Olefinbeschickung, Gew.-% Methan Ethylen Propan n-Butan i-Butan Butene C&sub5;&spplus;-Benzin Eigenschaften des C&sub5;&spplus;-Benzin RON+O MON+O Spezifisches Gewicht RVP Zusätzl. Ausbeute auf der Basis des Propen-Zusatzes (Gew.-%) RON = Research-Octanzahl; MON = Motor-Octanzahl; O = Bleigehalt; RVP = Reid-Dampfdruck (ein Dampfdruck-Prüfverfahren nach ASTM)
  • Fig. 4 zeigt den Synergismus der Ausbeuten für Mischungen von Ethen und Propen graphisch. Eine binäre Mischung, die 75 bis 80 Gew.-% Propen enthält, ergibt die optimale Ausbeute, dies entspricht einem Molverhältnis von C&sub3;:C&sub2; von 2:1 bis 3:1. Dieses Verhältnis ist etwa das einer typischen Mischung von FCC-Brenngas- und C&sub3;-Strömen.
  • Die Anwendung des Wirbelbettreaktors in diesem Verfahren zeigt gegenüber dem Festbettreaktor einige Vorteile. Aufgrund der kontinuierlichen Regenerierung des Katalysators wird das Verfahren des Wirbelbettreaktors durch Verunreinigungen nicht nachteilig beeinflußt, die sauerstoffhaltige Verbindungen, Schwefel und/oder Stickstoff enthalten, die im FCC-Brenngas vorhanden sind. Die hohe Isobutanausbeute beim Betrieb des Wirbelbettreaktors kann außerdem ein signifikanter Vorteil bei verkürzten Isobutan-Raffinerien sein.
  • Die Reaktionstemperatur kann geregelt werden, indem die Beschickungstemperatur so eingestellt wird, daß die Enthalpieveränderung die Reaktionswärme ausgleicht. Die Temperatur der Beschickung kann durch eine Vorwärmeinrichtung für die Beschickung, einen Wärmeaustausch zwischen der Beschickung und dem Produkt oder eine Kombination von beidem eingestellt werden. Wenn die Zusammensetzung der Beschickung und des Produktes bestimmt sind, indem z.B. ein direkter Gaschromatograph verwendet wird, muß die Beschickungstemperatur die gewünschte Reaktortemperatur aufrechterhalten, und folglich kann die Olefinumwandlung leicht aus dem Wärmeausgleich des Systems berechnet werden. Bei einer kommerziellen Anlage kann dies durch herkömmliche Steuerverfahren automatisch vorgenommen werden.

Claims (11)

1. Verfahren zur kontinuierlichen Umwandlung eines Ethen enthaltenden geringsiedenden Kohlenwasserstoffausgangsmaterials in höhersiedende Kohlenwasserstoffprodukte, wobei das Ausgangsmaterial bei erhöhter Temperatur unter Umwandlungsbedingungen mit einem Wirbelbett des Zeolithkatalysators in Kontakt gebracht wird, wobei das verwirbelte Bett des Katalysators in einer senkrechten Reaktorsäule aufrechterhalten wird, die eine turbulente Reaktionszone aufweist, indem das Beschickungsgas bei einer Geschwindigkeit nach oben durch die Reaktionszone geleitet wird, die größer als die Übergangsgeschwindigkeit des dichten Betts in den turbulenten Bereich und geringer als die Fördergeschwindigkeit für das durchschnittliche Katalysatorpartikel ist, und ein Teil des verkokten Katalysators aus der Reaktionszone abgezogen, dieser abgezogene Katalysator oxidativ regeneriert und der regenerierte Katalysator mit einer Geschwindigkeit zur Reaktionszone zurückgeführt wird, um die Katalysatoraktivität zu regeln, wodurch das C&sub3;-C&sub5;-Alkan:Alken- Gewichtsverhältnis im Kohlenwasserstoffprodukt bei Bedingungen der Reaktionsseverity bei 0,1:1 bis 200:1 gehalten wird, um die Umwandlung des Ausgangsmaterials zu bewirken, dadurch gekennzeichnet, daß: das olefinische Ausgangsmaterial mit einer Propen/Propan-Mischung angereichert wird, um ein Molverhältnis von Propan:Ethen von mindestens 2:1 zu bilden, wodurch die Ausbeuten an Isobutan und C&sub5;&spplus;-Benzin erhöht werden.
2. Verfahren nach Anspruch 1, worin der Katalysator einen siliciumhaltigen Metallosilicat/sauren Zeolith mit der Struktur von Zeolith ZSM-5 und einem Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Verhältnis im Bereich von 25:1 bis 70:1 umfaßt.
3. Verfahren nach Anspruch 1, worin das Ausgangsmaterial im wesentlichen aus geringsiedendem Crackgas besteht, das mindestens 75 bis 80 Gew.-% Propen und 2 bis 25 Gew.-% Ethen umfaßt.
4. Verfahren nach Anspruch 1, worin die Katalysatorpartikel 5 bis 95 Gew.-% Aluminosilicat-ZSM-5-Zeolith umfassen, worin das Siliciumdioxid/Aluminiumoxid-Molverhältnis im Bereich von 20:1 bis 200:1 ist und der eine Kristallgröße von 0,02 bis 2 um aufweist.
5. Verfahren nach Anspruch 1, worin die Oberflächengeschwindigkeit des Dampfes des Ausgangsmaterials 0,3 bis 2 m/s beträgt; die Reaktionstemperatur 315 bis 510ºC ist; die stündliche Gewichts-Raum-Geschwindigkeit des Ausgangsmaterials (auf der Basis der Olefin-Äquivalente und des gesamten Katalysatorbestandes im Reaktor) 0,1 bis 5 beträgt.
6. Verfahren nach Anspruch 1, worin der Katalysator im wesentlichen aus einem Pentasil-Zeolith mit mittleren Poren und einem scheinbaren α-Wert von 3 bis 80 und einer durchschnittlichen Partikelgröße von 20 bis 100 um besteht, der Katalysatorbestand des Reaktors mindestens 10 Gew.-% feine Partikel mit einer Partikelgröße von weniger als 32 um umfaßt.
7. Verfahren nach Anspruch 1, worin das Ausgangsmaterial im wesentlichen aus geringsiedendem C&sub1;-C&sub4;-Kohlenwasserstoff-Crackgas besteht und worin der Partialdruck des Olefin im Ausgangsmaterial mindestens 50 kPa beträgt.
8. Verfahren nach Anspruch 1, worin das C&sub4;&supmin;-Kohlenwasserstoffprodukt vom C&sub5;&spplus;-Produkt abgetrennt und mit einem Umlaufverhältnis von 0,1:1 bis 5:1 Mol/Mol zur frischen Beschickung zum Reaktor rezirkuliert wird.
9. Verfahren nach Anspruch 1, worin die Reaktorsäule senkrechte, waagerechte oder eine Kombination aus senkrechten und waagerechten Wärmeaustauschrohren umfaßt, um die Reaktionswärme ab zuführen und die Reaktionstemperatur zu regeln.
10. Verfahren nach Anspruch 1, worin die Wärmeaustauschrohre den hydraulischen Durchmesser des Reaktors wirksam verringern, das radiale und axiale Vermischen im Reaktor vermindern und die Leitungsfähigkeit des Reaktors verbessern, wodurch die Entfernung der Reaktionswärme und die Regelung der Reaktortemperatur verbessert werden, indem die Beschickungstemperatur durch Wärmeaustausch mit dem Reaktorabfluß und/oder zusätzliche Heizvorrichtungen geregelt wird.
11. Verfahren nach Anspruch 1, worin das Ausgangsmaterial ethylenisches FCC-Brenngas umfaßt, das mit einem Propan/Propylen-Nebenproduktstrom vom FCC angereichert ist, und worin das Kohlenwasserstoff-Gasprodukt gemessen wird, um das Propan:Propen-Verhältnis zu bestimmen, und die Bedingungen der Reaktionsseverity eingestellt werden, um das Propan:Propen-Gewichtsverhältnis nach Abrechnung des zugesetzten Propan von 0,2:1 bis 5:1 aufrechtzuerhalten.
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