DE69203123T2

DE69203123T2 - Integriertes Olefinwandlungsverfahren.

Info

Publication number: DE69203123T2
Application number: DE69203123T
Authority: DE
Inventors: Robert Ovington Dunn; Lawrence Edward Lew; Donald John Makovec; Gary Ray Patton; Martyn Edward Pfile
Original assignee: Phillips Petroleum Co
Current assignee: Phillips Petroleum Co
Priority date: 1991-03-15
Filing date: 1992-03-12
Publication date: 1995-11-02
Anticipated expiration: 2012-03-13
Also published as: BR9200568A; HU9200833D0; ES2073799T3; GR3016989T3; NO305606B1; EP0505843B1; FI921106A; HU210918B; NO920976L; YU25592A; JP2603022B2; JPH04320491A; HUT65144A; FI921106A0; YU48343B; CA2056219C; ATE124441T1; AU1032592A; DK0505843T3; DE69203123D1

Description

Die Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Benzinmischkomponenten. Insbesondere betrifft die Erfindung die Verarbeitung von Paraffinkohlenwasserstoffen und Olefinkohlenwasserstoffen in einem integrierten System zur Bildung von Benzinmischkomponenten.
Neuere Regierungsverordnungen, die infolge des "Clean Air Act" des Jahres 1990 in Kraft getreten sind, machen es erforderlich, die Zusammensetzung von Motorbenzin so zu verändern, daß höhere Konzentrationen an Oxygenatverbindungen und geringere Aromatenkonzentrationen enthalten
a sind. Diese neuen Bestimmungen führen aufgrund der Verringerung der für Motortreibstoff zulässigen Konzentration an "Aromaten" auch zu einer Verringerung der Octanzahl des Benzinpools, was zu einer Verringerung des Benzinpoolvolumens und/oder der Octanzahl führt. Außerdem bewirken die Regierungsverordnungen, die eine Verminderung des zulässigen Benzindampfdrucks verlangen, eine Zufuhr von normalem Butan, das aus dem Benzinpool entfernt werden muß und auch zu einer möglichen Verminderung des verfügbaren Benzinpool-Octanwerts.
Als Reaktion auf diese neuen Regierungsverordnungen wurde eine Anzahl von Verfahren entwickelt, die zur Verarbeitung von Olefinverbindungen unter Bildung von hochoctanigen Benzinmischkomponenten herangezogen werden können. Eines dieser Verfahren umfaßt ein integriertes System mit einem Dehydrierungsverfahren, das zur Dehydrierung von Kohlenwasserstoffen zu den entsprechenden Olefinverbindungen verwendet wird. Außerdem werden verschiedene, durch katalytische Crackverfahren gebildete Olefinverbindungen als Ausgangsmaterial für ein integriertes System verwendet, um hochoctanige Alkylatverbindungen und hochoctanige Oxygenatverbindungen zu erhalten. Das integrierte Olefinverarbeitungssystem kann in wirksamer Weise zur Erzeugung von hochoctanigen Benzinmischkomponenten verwendet werden, die einen Großteil des Octanverlustes, der sich durch die Entfernung von Aromaten aus dem Benzinpool ergibt, ersetzen. Zusätzlich können diese Benzinmischkomponenten zur Bereitstellung von Oxygenatkonzentrationen beitragen, die gemäß verschiedenen neu erlassenen Regierungsverordnungen erforderlich sind. Obgleich das integrierte System in bezug auf die Bildung von wünschenswerten Benzinmischkomponenten wirksam ist, ergeben sich aus der Verwendung der Unterverfahren des integrierten Systems einige Probleme, die zur Bereitstellung eines effektiven Verfahrens gelöst werden müssen. Beispielsweise ergibt sich bei der Dehydrierung von Paraffinverbindungen zu Olefinverbindungen die unerwünschte Bildung von geringen Mengen an Diolefinverbindungen. Außerdem kommt es beim katalytischen Cracken von schweren Kohlenwasserstoffen zu kurzkettigeren Kohlenwasserstoffen und Olefinverbindungen ebenfalls zur Bildung von verschiedenen unerwünschten Diolefinverbindungen. Diese Diolefinverbindungen haben negative Auswirkungen auf bestimmte nachgeordnete Alkylierungsverfahren, was zu einer Steigerung der Betriebskosten derartiger Verfahren führt.
Aufgabe der Erfindung ist es daher, ein integriertes Olefinverfahren bereitzustellen, das zur Herstellung von Benzinmischkomponenten verwendet werden kann.
Eine weitere Aufgabe der Erfindung ist es, ein integriertes Olefinverfahren bereitzustellen, das die Betriebskosten zur Erzeugung der Benzinmischkomponenten verringert.
Eine weitere Aufgabe der Erfindung ist es, ein integriertes Olefinverfahren bereitzustellen, das Benzinmischkomponenten liefern kann, die Sauerstoffverbindungen für den Benzinpool bereitstellen, wobei das Verfahren überschüssige Paraffinkohlenwasserstoff-Ausgangsmaterialien verwendet und diese in endgültige Benzinmischkomponenten umwandelt.
Demgemäß betrifft die Erfindung ein Verfahren zur Herstellung von Benzinmischkomponenten gemäß der Definition in Anspruch 1. Die Ansprüche 2 und 3 betreffen bevorzugte Ausführungsformen der Erfindung.
Das erfindungsgemäße Verfahren umfaßt die Dehydrierung von Paraffinkohlenwasserstoffen unter Bildung eines dehydrierten Stroms mit einem Gehalt an Olefinverbindungen. Ferner wird ein gecrackter Kohlenwasserstoffstrom, der Olefinverbindungen enthält, unter Bildung eines C&sub4;-Olefinstroms und eines C&sub5;-Olefinstroms aufgetrennt. Der C&sub4;-Olefinstrom wird mit dem dehydrierten Strom vereinigt und die beiden Ströme werden durch Hydroisomerisierung des vereinigten Stroms unter Bildung eines ersten Hydroisomerisatstroms hydroisomerisiert. Der C&sub5;-Olefinstrom wird unter Hydroisomerisierung zur Bildung eines zweiten Hydroisomerisatstroms verarbeitet. Die isomerisatströme können einer Veretherurig unterliegen, wobei ausgewählte Olefinverbindungen unter Bildung von oxygenierten Verbindungen umgesetzt werden. Die nicht-umgesetzten Verbindungen aus dem Veretherungsverfahren unterliegen einer Alkylierungsstufe, wobei sie mit einem verzweigtkettigen Kohlenwasserstoff unter Bildung eines Alkylatstroms alkyliert werden.
Weitere Ziele, Aspekte und Merkmale der vorliegenden Erfindung ergeben sich aus der folgenden ausführlichen Beschreibung der Erfindung, den Ansprüchen und der Zeichnung. In der Zeichnung zeigen:
Fig. 1 ein schematisches Fließdiagramm zur Erläuterung einer bevorzugten Ausführungsform der Erfindung mit paralleler Hydroisomerisierungsverarbeitung und gleichzeitiger Veretherungsverarbeitung von Olefinen; und
Fig. 2 ein schematisches Fließdiagramm zur Erläuterung einer weiteren bevorzugten Ausführungsform der Erfindung mit paralleler Hydroisomerisierungsverarbeitung und getrennter Veretherungsverarbeitung von Olefinen.
Das erfindungsgemäße Verfahren bedient sich eines integrierten Verfahrens zur Verarbeitung und Behandlung von Olefinkohlenwasserstoffströmen und zum Dehydrieren von Paraffinkohlenwasserstoffen unter Bildung der entsprechenden Olefinkohlenwasserstoffe, die ebenfalls anschließend verarbeitet und behandelt werden. Die Olefinverbindungen, die im erfindungsgemäßen Verarbeitungssystem vorgelegt werden oder die durch das erfindungsgemäße Verarbeitungssystem gebildet worden sind, unterliegen einer Hydroisomerisierung und anschließenden Veretherung und im Fall von Olefinverbindungen, die im Veretherungsverfahren nicht umgesetzt worden sind, einer Alkylierung.
Gemäß dem erfindungsgemäßen integrierten Verfahren wird ein Unterverfahren zum Dehydrieren eines dehydrierbaren Kohlenwasserstoff-Ausgangsmaterials unter Verwendung eines Betts eines dampfaktiven Dehydrierungskatalysators bereitgestellt, wobei der Katalysator wiederholt mit Dampf und sauerstoffhaltigem Gas regeneriert wird, wobei die Strömungsgeschwindigkeit des Dampfes durch das Katalysatorbett konstant gehalten wird. Insbesondere beinhaltet das Dehydrierungs-Unterverfahren das Durchleiten eines dehydrierbaren Kohlenwasserstoff-Ausgangsmaterials durch das Katalysatorbett unter Dehydrierungsbedingungen für eine bestimmte Zeitspanne, anschließend das Stoppen des Stroms von dehydrierbarem Kohlenwasserstoff in das Katalysatorbett, und anschließend, nachdem der Dampf zumindest einen Teil des dehydrierbaren Kohlenwasserstoffs aus dem Katalysatorbett gespült hat, das Durchleiten von sauerstoffhaltigem Gas durch das Katalysatorbett unter Regenerationsbedingungen für eine bestimmte Zeitspanne, sodann das Stoppen des Stroms des sauerstoffhaltigen Gases durch das Katalysatorbett, und anschließend, nachdem der Dampf zumindest einen Teil des Sauerstoffs aus dem Katalysatorbett gespült hat, das Durchleiten eines dehydrierbaren Kohlenwasserstoffs durch das Katalysatorbett unter Dehydrierungsbedingungen.
Beim Dehydrierungs-Unterverfahren kann es sich um ein beliebiges Dehydrierungsverfahren handeln, das sich eines dampfaktiven Dehydrierungskatalysators bedient. Dieses Dehydrierungs-Unterverfahren kann insbesondere dann angewandt werden, wenn der dampfaktive Dehydrierungskatalysator folgende Bestandteile enthält: (1) einen Träger, der aus der Gruppe Aluminiumoxid, Siliciumdioxid, Magnesiumoxid, Zirconiumoxid, Aluminiumoxid- Silicate, Aluminat-Spinelle der Gruppe II und Gemische davon ausgewählt ist, und (2) eine katalytische Menge von mindestens einem Metall der Gruppe VIII. (Die hier angegebenen Gruppen von Metallen beziehen sich auf die Metallgruppen gemäß dem Periodensystem der Elemente entsprechend den Angaben in Chemical Rubber Company's "Handbook of Chemistry and Physics", 45. Auflage (1964), S. B-2).
Eine beliebige, katalytisch wirksame Menge des Metalls der Gruppe VIII kann in den dampfaktiven Dehydrierungskatalysatoren verwendet werden. Im allgemeinen liegt das Metall der Gruppe VIII im Katalysator in einer Menge im Bereich von 0,01 bis 10 Gew.-%, bezogen auf das Gewicht des Trägers, und häufig in einer Menge von 0,1 bis 5 Gew.-% vor.
Weitere geeignete Copromotormetalle können ferner im dampfaktiven Dehydrierungskatalysator in Verbindung mit dem Metall der Gruppe VIII eingesetzt werden. Bei einem bevorzugten Typ von derartigen Copromotoren handelt es sich um Metalle der Gruppe IVa, die aus der Gruppe Blei, Zinn und Germanium ausgewählt sind. Das Metall der Gruppe IVa kann in einer Menge von 0,01 bis 10 Gew.-% des Trägers vorliegen. In einer form kann es in einer Menge im Bereich von 0,1-1 Gew.-% des Trägers und in einer anderen Ausführungsform in einer Menge von 0,1-0,5 Gew.-% des Trägers vorliegen. Obgleich beliebige Metalle der Gruppe IVa in Form einer Verbindung unter den Umfang der Erfindung fallen, handelt es sich bei besonders zweckmäßigen Verbindungen um die Halogenide, Nitrate, Oxalate, Acetate, Carbonate, Propionate, Tartrate, Bromate, Chlorate, Oxide und Hydroxide von Zinn, Germanium und Blei. Zinn selbst stellt das bevorzugte Metall der Gruppe IVa dar. Eine Imprägnierung dar Träger mit Zinnverbindungen, wie Zinn(II)halogeniden, ist besonders wirksam und zweckmäßig.
Allgemein ausgedruckt kann es sich bei den Verbindungen der Gruppen VIII und IVa, die mit den Trägern unter Bildung der im Dehydrierungsverfahren verwendeten Katalysatoren vereinigt werden, um beliebige Verbindungen handeln, in denen sämtliche Elemente, abgesehen von denen der Gruppe VIII oder der Gruppe IVa, während der Calcinierung verflüchtigt werden. Diese Verbindungen können nacheinander in beliebiger Reihenfolge mit dem Träger vereinigt werden oder sie können zweckmäßigerweise gleichzeitig in einem einzigen Impragnierungsvorgang aufgebracht werden. Nach der Imprägnierung werden die Verbundfeststoffe getrocknet und calciniert.
Das Dehydrierungs-Unterverfahren wird unter beliebigen geeigneten Betriebsbedingungen durchgeführt. Im allgemeinen wird die Dehydrierung so durchgeführt, daß die Temperatur im Einlaßbereich der Katalysatorbetten im Bereich von 482 bis 621ºC (900 bis 1150ºF) und vorzugsweise im Bereich von 510 bis 549ºC (950 bis 1020ºF) liegen. Die Dehydrierung wird ferner bei einem Druck im Bereich von 0,1 bis 1,48 MPa (0 bis 200 psig) und insbesondere von 0,1 bis 0,79 MPa (0 bis 100 psig) durchgeführt. Im allgemeinen liegt das Molverhältnis von Dampf zu Kohlenwasserstoff im Bereich von 1/1 bis 25/1 und vorzugsweise von 2/1 bis 10/1. Die Verwendung eines von außen beheizten Reaktors, d. h. eines Reaktors innerhalb eines beheizten Ofens, ermöglicht die Ausführung der Erfindung mit den geringeren Mengen an Dampf. Die Flüssigkeitsraumgeschwindigkeit pro Stunde des Kohlenwasserstoffs, d. h. das Volumen an Kohlenwasserstoff pro Volumen an Katalysator pro Stunde liegt im allgemeinen im Bereich von 0,5 bis 10 und vorzugsweise von 2,0 bis 6.
Die Regenerationsstufen können ferner unter beliebigen geeigneten Bedingungen durchgeführt werden. Im allgemeinen sind die Temperaturen und Drücke im Katalysatorbett dieselben wie in der Dehydrierungsstufe. Sauerstoff wird im Dampf in einer Menge von 0,5 bis 5 Mol.-% oder mehr, bezogen auf die Molmenge an Dampf, angewandt.
Beim Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterial kann es sich um einen beliebigen geeigneten dehydrierbaren Kohlenwasserstoff handeln. Das Verfahren eignet sich insbesondere für Kohlenwasserstoffe mit 3 bis 8 Kohlenstoffatomen pro Molekül. Vorzugsweise handelt es sich bei den dehydrierbaren Kohlenwasserstoffen um gesättigte Kohlenwasserstoffe und insbesondere um Propan, Butane oder Pentane oder um Gemische aus zwei oder mehr dieser Bestandteile.
Ferner wurde festgestellt, daß es wünschenswert ist, dem Dampf während der Spülstufen, die zwischen der Dehydrierung und der Regenerierung angewandt werden, Stickstoff zuzusetzen. Beliebige Stickstoffmengen können herangezogen werden, die eine Spülung von Material aus dem Katalysatorbett unterstützen.
Die vorliegende Erfindung eignet sich insbesondere zur Anwendung in einem Dehydrierungs-Unterverfahren, das sich mehr als eines Katalysatorbetts bedient. Wenn mehr als ein Katalysatorbett herangezogen wird, ist es möglich, die Dehydrierung in einem Bett weiterzuführen, während in einem anderen Bett die Regenerierung durchgeführt wird. Dadurch wird eine Unterbrechung der Umwandlung von Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterial minimiert oder entfällt ganz. Die Ströme an Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterial und Dampf müssen nicht unterbrochen werden, sondern werden stattdessen umgelenkt. Die in diesem Augenblick gegebene Strömungsrate an Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterial und Dampf ermöglicht es, die jeweiligen Vorerhitzer unter einer konstanten Beschickung zu betreiben, was in bezug auf die Energieausnutzung wirksamer ist. Bei Verwendung von mehr als einem Katalysatorbett ist es auch möglich, den Dampf wirkungsvoller auszunutzen, da man das ausströmende Produkt aus einem Bett, das gerade regeneriert wird, zur indirekten Erwärmung des Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterials, das einem Bett, in dem die Dehydrierung durchgeführt wird, zugeführt wird, verwenden kann. Es ist ferner möglich, das ausströmende Produkt aus den Katalysatorbetten zur indirekten Erwärmung von Wasser unter Bildung von zusätzlichem Dampf von niedrigem Druck zur Verwendung im Verfahren heranzuziehen.
Die Einsatzmaterialströme, die erfindungsgemäß hydroisomerisiert werden, umfassen terminale acyclische Olefine mit 3 bis 6 Kohlenstoffatomen pro Molekül. Im wesentlichen reine Ströme an Buten-1, Penten-1 und Hexen- 1 können ggf. verwendet werden. Jedoch enthält der Dehydrierungsstrom, der einem Hydroisomerisierungsverfahren zugeführt wird, im allgemeinen geringe Mengen an Diolefinen, Propylenen und Butylenen. Der gecrackte Kohlenwasserstoffstrom, der in zwei oder mehr Ströme aufgetrennt wird, die anschließend erfindungsgemäß hydroisomerisiert werden, enthält Gemische von Kohlenwasserstoffen, die folgende Bestandteile enthalten: (a) mindestens ein acyclisches terminales Monoolefin mit 4 bis 7 Kohlenstoffatomen pro Molekül, ggf. (b) mindestens ein acyclisches internes Monoolefin mit der gleichen Anzahl an Kohlenstoffatomen wie (a) und (c) mindestens ein Gerüstisomeres von (a) und (b). Der hier verwendete Ausdruck "Hydroisomerisierung" bezieht sich auf die Umwandlung eines derartigen Einsatzmaterialstroms, worin der Kohlenwasserstoff vom Typ (a) zum Kohlenwasserstoff von Typ (b) in Gegenwart von Wasserstoff isomerisiert wird und worin die Diolefine selektiv zu Olefinen hydriert werden. Bevorzugte Einsatzmaterialströme umfassen solche mit einem Gehalt an Gemischen aus Isobuten und Buten-1 sowie Isopenten und Penten-1.
Eine typische gecrackte Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterial-Zusammensetzung, die bei Raffinerievorgängen auftritt und sich für das erfindungsgemäße Verfahren eignet, ist ein Einsatzmaterialstrom mit einem Gehalt an gesättigten Kohlenwasserstoffen mit 3 bis 6 Kohlenstoffatomen pro Molekül, sowie Propylen, Isobutylen, Butadien, Buten-2 in cis- und trans- Form, Buten-1 (die Komponente, deren Isomerisierung zu Buten-2 erwünscht ist), Amylenverbindungen und untergeordnete Anteile an anderen Diolefinen. Der gecrackte Kohlenwasserstoffstrom kann auch Schwefelverbindungen organischer oder anorganischer Art enthalten.
Die bei den erfindungsgemäßen Hydroisomerisierungs-Unterverfahren verwendeten Katalysatoren enthalten die Edelmetalle der Gruppe VIII des Periodensystems der Elemente gemäß den Angaben in Handbook of Chemistry and Physics, Hrsg. Chemical Rubber Company, 49. Auflage, (1969), S. B-3. Bei den unter die Gruppe der Edelmetalle der Gruppe VIII fallenden Katalysatoren handelt es sich insbesondere um Ruthenium, Rhodium, Palladium, Osmium, Iridium und Platin.
Es können beliebige übliche Katalysatorträger verwendet werden, wie Aluminiumoxid (bevorzugt), Siliciumdioxid-Aluminiumoxid, Glasperlen und Kohlenstoff. Katalysatoren in Form von Pellets, Kügelchen und Extrudaten sind zufriedenstellend.
Ein bevorzugter Hydroisomerisierungskatalysator ist Palladium auf einem Träger, wobei es sich beim Träger vorzugsweise um Aluminiumoxid handelt. Der Katalysator sollte 0,005 bis 2,0 % Palladium-auf-Aluminiumoxid und vorzugsweise 0,1 bis 1,0 Gew.-% Palladium-auf-Aluminiumoxid enthalten. Insbesondere sollte der Katalysator 0,3 bis 0,5 Gew.-% Palladium- auf-Aluminiumoxid enthalten. Ein geeigneter Katalysator wiegt 642 bis 963 kg/m³ (40 bis 60 lb/ft³), weist eine Oberfläche von 30 bis 150 m²/g, ein Porenvolumen von 0,35 bis 0,50 ml/g und einen Porendurchmesser von 20 bis 50 nm (200 bis 500 Å) auf.
Ein Beispiel für einen zur erfindungsgemäßen Verwendung geeigneten, handelsüblichen Hydroisomerisierungskatalysator ist das Produkt der Firma Mallinckrodt Specialty Chemicals Company mit der Bezeichnung Calsicat-Katalysator Nr. E-1445DU. Dieser handelsübliche Katalysator enthält etwa 0,55 Gew.-% Palladium-auf-Aluminiumoxid.
Wie aus dem Stand der Technik geläufig, kann der auf einen Träger aufgebrachte Hydroisomerisierungskatalysator des Metalls der Gruppe VIII regeneriert werden, wenn die Aktivität des Katalysators aufgrund einer Carbonisierung des Ausgangsmaterials und einer Abscheidung auf dem Katalysator mit der Zeit abfällt. Die Regeneration wird bei erhöhten Temperaturen unter Verwendung des sauerstoffhaltigen Gases, z. B. Luft und CO&sub2;- Abgase, durchgeführt. Die Behandlungstemperatur hängt vom speziellen verwendeten Katalysator ab. Jedoch gibt es im allgemeinen eine nicht zu überschreitende Temperatur-Obergrenze, bei der der Katalysator ernsthaft geschädigt wird. Beispielsweise sollte bei der Behandlung eines Palladium-auf-Aluminiumoxid-Katalysators die Behandlungstemperatur 950ºF nicht übersteigen.
Das Hydroisomerisierungs-Unterverfahren wird bei einer peratur von 38 bis 149ºC (100 bis 300ºF) und vorzugsweise von 54 bis 93ºC (130 bis 200ºF) durchgeführt. Das erfindungsgemäße Hydroisomerisierungs- Unterverfahren kann in besonders wirksamer Weise bei relativ niedrigen Druckbedingungen durchgeführt werden, wobei man den Kohlenwasserstoff vorzugsweise in flüssiger Phase hält, obgleich man sich eines Dampfphasenbetriebs bedient. Die für die flüssige Phase angewandten Drücke betragen 0,78 bis 4,24 MPa (100 bis 600 psig) und vorzugsweise 1,14 bis 2,17 MPa (150 bis 300 psig). Die Flüssigkeitsraumgeschwindigkeiten pro Stunde (LHSV) werden im Bereich von 2 bis 50 und vorzugsweise von 3 bis 10 gehalten.
Wasserstoff wird für das Hydroisomerisierungsverfahren eingesetzt, indem man ihn vorzugsweise mit dem Kohlenwasserstoff-Einsatzmaterialstrom vermischt, bevor man den Strom mit dem Hydroisoneriserungskatalysator in Kontakt bringt. Wasserstoff ist zur Durchführung der Isomerisierung der Doppelbindung des 1-Olefins mit den Hydroisomerisiertuigskatalysatoren und zur Bewerkstelligung einer Hydrierung von Diolefinen zu Olefinen erforderlich. Wasserstoff wird in Mengen von 0,1 bis 20,0 Mol-% und vorzugsweise in Mengen von 1,0 bis 10,0 Mol-% zugesetzt.
Die nach den erfindungsgemäßen Hydroisomerisierungs-Unterverfahren gebildeten Hydroisomerisatströme werden in mindestens einem Veretherungs- Unterverfahren vorgelegt oder diesem zugeführt, wobei die Isoolefine in diesen Strömen durch Umsetzung mit primären oder sekundären Alkoholen in Gegenwart eines sauren Ionenaustauschharz-Katalysators in Ether übergeführt werden. Im allgemeinen umfassen die Isoolefine solche mit 4 bis 16 Kohlenstoffatomen pro Molekül. Beispiele für derartige Isoolefine sind Isobutylen, Isoamylen, Isohexylen, Isoheptylen, Isooctylen, Isononylen, Isodecylen, Isoundecylen, Isododecylen, Isotridecylen, Isotetradecylen, Isopentadecylen und Isohexadecylen oder Gemische aus zwei oder mehr dieser Bestandteile.
Die Alkohole, die beim Veretherungs-Unterverfahren verwendet werden können, umfassen die primären und sekundären aliphatischen Alkohole mit 1 bis 12 Kohlenstoffatomen, wie Methanol, Ethanol, Propanol, Isopropanol, die primären und sekundären Butanole, Pentanole, Hexanole, Ethylenglykol, Propylenglykol, Butylenglykol, Polyglykole und Glycerin oder Gemische aus zwei oder mehr dieser Bestandteile.
Die derzeit bevorzugten Reaktanten des Veretherungs-Unterverfahrens sind Methanol und Isobutylen und/oder ein Amylen, da sie jeweils zu Methyl-tert.-butylether (MTBE) und tert.-Amylmethylether (TAME) führen, die sich gut als Octanzahlverbesserer für Benzin eignen. Demgemäß ist es derzeit bevorzugt, daß die Isoolefine vorwiegend aus Isobutylen und Isoamylenverbindungen mit der Doppelbindung am tertiären Kohlenstoffatom der Isoamylenverbindungen bestehen und der Alkohol vorwiegend aus Methanol besteht. Eine weitere bevorzugte Ausführungsform der Erfindung umfaßt die Verwendung der Reaktanten Ethanol und Isobutylen unter Bildung von Ethyltert.-butylether (ETBE).
Es ist im allgemeinen bevorzugt, daß das Isoolefin und der Alkohol durch die Veretherungsreaktionszonen in Gegenwart von Verdünnungsmitteln, die keine nachteilige Auswirkung auf die Veretherungsreaktion haben, geleitet werden. Die Verdünnungsmittel können im ersten und/oder zweiten Strom vorliegen. Vorzugsweise liegt das Verdünnungsmittel im Isoolefinstrom vor. Beispiele für geeignete Verdünnungsmittel sind Alkane und geradkettige Olefine. Das in die Reaktoren eingespeiste Einsatzmaterial, ausgenommen Alkohol, wird im allgemeinen so verdünnt, daß es 2 bis 80 Gew.-% Isoolefin und vorzugsweise 10 bis 60 Gew.-% enthält.
Bei dem im erfindungsgemäßen Veretherungs-Unterverfahren geeigneten sauren Ionenaustauschkatalysatoren handelt es sich um ein kohleartiges Material mit mindestens einer funktionellen SO&sub3;H-Gruppe. Beispiele für derartige Katalysatoren sind die sulfonierten Kohleprodukte ("Zeo-Karb H", "Nalcite X" und "Nalcite AX"), die durch Behandlung von bituminöser Kohle mit Schwefelsäure gebildet werden und gewerblich als Zeolith-Wasserweichmacher oder -Basenaustauscher vertrieben werden. Diese Materialien sind üblicherweise in einer neutralisierten Form erhältlich. In diesem Fall müssen sie vor der Verwendung durch Behandlung mit einer starken Mineralsäure, wie Salzsäure, unter Überführung in die Wasserstofform aktiviert und zur Entfernung von Natrium- und Chloridionen mit Wasser gewaschen werden. Zur erfindungsgemäßen Verwendung werden die Katalysatoren vom sulfonierten Harztyp bevorzugt. Diese Katalysatoren umfassen die Reaktionsprodukte von Phenolformaldehydharzen mit Schwefelsäure ("Amberlite IR-1", "Amberlite IR-100" und "Nalcite MX") . Geeignet sind auch die sulfonierten harzartigen Polymeren von Cumaron-Inden mit Cyclopentadien, die sulfonierten Polymeren von Cumaron-Inden mit Cyclopentadien und Furfural und die sulfonierten Polymeren von Cyclopentadien mit Furfural. Besonders bevorzugte Kationenaustauscherharze sind stark saure Austauscherharze, die im wesentlichen aus sulfoniertem Polystyrolharz bestehen, beispielsweise eine mit Divinylbenzol vernetzte Polystyrolmatrix mit 0,5 bis 20% und vorzugsweise 4 bis 16% copolymerisiertemDivinylbenzol, an dem ionisierbare oder funktionelle Kernsulfonsäuregruppen gebunden sind. Diese Harze werden unter verschiedenen Warenbezeichnungen, wie "Dowex 50", "Nalcite HCR" und "Amberlyst 15" hergestellt und vertrieben. In der im Handel erhältlichen Form weisen sie Lösungsmittelanteile von etwa 50% auf und können direkt oder nach Entfernung des Lösungsmittels eingesetzt werden. Die Harzteilchengröße ist nicht besonders kritisch und wird entsprechend den Handhabungsvorteilen, die mit einer speziellen Größe verbunden sind, gewählt. Im allgemeinen werden Mesh-Größen von 10 bis 50 (U.S. Sieve Series) bevorzugt. Die Umsetzung kann entweder in einem gerührten Aufschlämmungsreaktor oder in einem kontinuierlichen Festbett-Strömungsreaktor durchgeführt werden. Die Katalysatorkonzentration in einem gerührten Aufschlämmungsreaktor soll ausreichen, um die gewünschte katalytische Wirkung herbeizuführen. Im allgemeinen soll die Katalysatorkonzentration 0,5 bis 50 Gew.% (auf Trockenbasis) der Reaktorbestandteile betragen, wobei 1 bis 25 Gew.-% bevorzugt sind.
Saure Ionenaustauschnarze, wie Rohm & Haas Amberlyst 15 und Dow Chemical Dowex M-31, sind derzeit die für die Veretherung besonders bevorzugten Katalysatoren.
Die Temperatur der Veretherungsreaktionszonen und die Raumgeschwindigkeit für die Zufuhr in die Veretherungsreaktorzonen lassen sich je nach dem gewünschten Umwandlungsgrad und der Temperatur, bei der die Oligomerisierung zum Problem wird, wählen. Im allgemeinen liegt die Temperatur der Reaktionszonen im Bereich von 30 bis 120ºC und vorzugsweise von 35 bis 80ºC. Die Drücke werden im allgemeinen so gewählt, daß gewährleistet ist, daß die vorgelegten Reaktanten und die Produkte während der Umsetzung in der flüssigen Phase verbleiben. Typische Drücke liegen im Bereich von 0,31 bis 2,17 MPA (30 bis 300 psig). Im allgemeinen liegt die Flüssigkeitsraumgeschwindigkeit pro Stunde (LHSV) des Einsatzmaterials in die Reaktoren im Bereich von 5 bis 50 h&supmin;¹.
Das Molverhältnis von Alkohol im ersten Einsatzmaterialstrom zum Isoolefin im zweiten Einsatzmaterialstrom liegt im allgemeinen im Bereich von 0,5/1 bis 4/1, vorzugsweise 0,8/1 bis 1,2/1 und insbesondere bei etwa 1/1.
Das erfindungsgemäße Alkylierungs-Unterverfahren kann in einem beliebigen System durchgeführt werden, das eine Einrichtung zur Alkylierung von Olefinen durch Isoparaffine in Gegenwart eines sauren Katalysators unter Bildung eines Alkylatprodukts aufweist. Die Alkylierungsreaktion kann im allgemeinen mit den Kohlenwasserstoffreaktanten in der flüssigen Phase durchgeführt werden. Jedoch muß es sich bei den Reaktanten nicht um im Normalzustand in flüssiger Phase vorliegende Kohlenwasserstoffe handeln. Die Reaktionsbedingungen können in bezug auf die Temperatur von Temperaturen unter Null bis zu Temperaturen von einigen 100ºF variieren. Die Umsetzung kann bei Drücken, die von atmosphärischem Druck bis zu 6,9 MPa (1000 psi) und mehr variieren, durchgeführt werden. Eine Vielzahl von Alkylierungskatalysatoren kann in der Alkylierungsreaktion eingesetzt werden, unter Einschluß von bekannten Katalysatoren, wie Schwefelsäure, Fluorwasserstoffsäure, Phosphorsäure, Metallhalogenide, wie Aluminiumchlorid, Aluminiumbromid und dergl., und andere flüssige Alkylierungskatalysatoren. Obgleich die vorliegende Erfindung allgemein auf die Alkylierung von Kohlenwasserstoffen anwendbar ist, erweist sie sich als besonders wirksam für die Alkylierung von niedrigsiedenden Olefinen, wie Ethylen, Propylen, Butene, Isobutylen, Pentene und dergl., mit gesättigten, verzweigtkettigen Paraffinen, wie Isobutan, in Gegenwart von Fluorwasserstoffsäure. Bei der Alkylierung von Isoparaffinen und Olefinen wird ein wesentlicher molarer Überschuß von Isoparaffin zu Olefin verwendet, um im allgemeinen ein Einsatzmaterialverhältnis von mehr als 1:1, üblicherweise 4:1 bis 20:1 und vorzugsweise 6:1 bis 15:1 bereitzustellen. Die Reaktionszone wird unter einem ausreichenden Druck gehalten, um zu gewährleisten, daß die Kohlenwasserstoffreaktanten und die Alkylierungskatalysatoren in der flüssigen Phase vorliegen. De Reaktionstemperatur variiert in Abhängigkeit von den verwendeten Reaktanten und Katalysatoren, liegt aber im allgemeinen im Bereich von -40 bis 66ºC (-40 bis 150ºF).
Nachstehend wird auf Fig. 1 Bezug genommen. Diese Figur stellt in schematischer Weise ein erfindungsgemäßes integriertes Olefinkoverarbeitungssystem 10 dar. Paraffinkohlenwasserstoffe werden durch die Leitung 12 in ein Dehydrierungsprozeßsystem oder ein dampfaktives Reforming-Prozeßsystem (STAR) 14 eingeleitet, wobei Paraffinkohlenwasserstoffe dehydriert und anschließend unter Bildung eines endgültigen Dehydrierungsstroms, der das Dehydrierungsprozeßsystem 14 über die Leitung 16 verläßt, getrennt werden. Nach Eintritt in das Dehydrierungsprozeßsystem 14 durchläuft der Paraffinkohlenwasserstoffstrom eine Reihe von Vorheizeinrichtungen 18, z. B. Wärmeaustauscher, die den Paraffinkohlenwasserstoff-Einsatzmaterialstrom vor dem Vermischen mit Dampf und dem Zuführen zum Reaktorofen 20, vorwärmen und verdampfen. Der aus dem Reaktor ausfließende Strom wird aus dem Reaktorofen 20 der Vorheizeinrichtung 18 über die Leitung 22, die betriebsmäßig eine Verbindung zwischen dem Reaktorofen 20 und der Vorheizeinrichtung 18 herstellt, zugeführt. Während der aus dem Reaktor ausfließende Strom durch die Vorheizeinrichtung 18 läuft, findet eine Übertragung von Wärmeenergie von dem aus dem Reaktor ausfließenden Strom auf den Paraffinkohlenwasserstoffstrom, der in den Reaktorofen 20 transportiert wird, statt. Ein gekühlter Reaktorausflußstrom durchläuft die Leitung 24, die betriebsmäßig eine Verbindung zwischen der Vorheizeinrichtung 18 und der Dampferzeugungseinrichtung 26 herstellt, wobei Wärmeenergie von dem gekühlten Reaktorausflußstrom auf ein Auffüll- Kesselspeisewasser- und Dampfkondensat-Gemischstrom unter Bildung von Dampf übertragen wird. Das Auffüll-Kesselspeisewasser wird über die Leitung 28 dem Dehydrierungsprozeßsystem 14 zugeführt. Das Dampfkondensat durchläuft die Leitung 30 und wird dabei mit dem durch die Leitung 28 die Leitung 32 in die Dampferzeugungseinrichtung 26 eingeleitet. Der durch die Dampferzeugungseinrichtung 26 erzeugte Dampf gelangt durch die Leitung 34 in den Kompressor-Expander-Treiber 36, wo der Dampf in im wesentlichen isentropischer Weise expandiert wird. Der expandierte Dampf durchläuft dann die Leitung 38 und wird vor Eintritt in den Reaktorofen 20 mit den eintretenden Paraffinkohlenwasserstoffen vermischt. Der gekühlte Reaktorausflußstrom gelangt dann durch eine Reihe von Kühleinrichtungen 40 und zu mindestens einem Phasenseparator 42, wo eine Phasentrennung unter Abtrennung des Dampfkondensats, das durch die Leitung 30 in die Leitung 32 gelangt, und eines Kohlenwasserstoffausflußstroms durchgeführt wird. Der Kohlenwasserstoffausflußstrom gelangt durch die Leitung 44 zum Kompressor 46, wo der Kohlenwasserstoffstrom komprimiert und sodann in die Leitung 48 abgegeben wird. Der komprimierte Kohlenwasserstoffausflußstrom gelangt durch die Leitung 48 in ein Abtrennsystem 50, wo eine Trennung zwischen leichten Kohlenwasserstoffen sowie Wasserstoff und einem dehydrierten Strom mit einem Gehalt an Olefinverbindungen und Paraffinkohlenwasserstoffen vorgenommen wird. Die leichten Produkte und Wasserstoff werden aus dem Dehydrierungsprozeßsystem 14 über die Leitung 52 abgezogen, und der dehydrierte Strom wird aus dem Dehydrierungsprozeßsystem 14 über die Leitung 16 abgezogen.
Ein gecrackter Kohlenwasserstoffstrom mit einem Gehalt an Butylenen und Amylenen wird über die Leitung 56 dem Fraktionierungssystem 54 zugeführt. Der gecrackte Kohlenwasserstoffstrom wird unter Verwendung des Fraktionierungssystems 54 in einen C&sub5;-Olefinstrom, der durch die Leitung 58 aus dem Fraktionierungssystem 54 abgezogen wird, und einen C&sub4;-Olefinstrom, der durch die Leitung 62 aus dem Fraktionierungssystem 54 abgezogen wird, aufgetrennt. Die Leitung 58 stellt eine betriebsmäßige Verbindung zwischen dem Fraktionierungssystem 54 und dem ersten Hydroisomerisierungssystem 64 dar. Die Leitung 62 stellt eine betriebsmäßige Verbindung zwischen dem Fraktionierungssystem 54 und dem zweiten Hydroisomerisierungssystem 66 dar. Der C&sub5;-Olefinstrom wird einem ersten Hydroisomerisierungsreaktor 68 zugeführt, der eine erste Hydroisomerisierungszone definiert. Wasserstoff wird durch die Leitung 70 transportiert und mit dem C&sub5;-Olefinstrom, der durch die Leitung 58 läuft, vermischt, bevor das erhaltene Gemisch in den ersten Hydroisomerisierungsreaktor 68 eintritt. Der Reaktorausflußstrom aus dem ersten Hydroisomerisierungsreaktor 68 gelangt durch die Leitung 72 in ein Abtrennsystem 74, wo ein erster Hydroisomerisatstrom vom Reaktorausflußstrom abgetrennt wird und vom ersten Hydroisomerisierungssystem 64 durch die Leitung 76 läuft. Die Leitung 62 stellt eine betriebsmäßige Verbindung zwischen dem Fraktionierungssystem 54 und dem zweiten Hydroisomerisierungssystem 66 dar. Der C&sub4;-Olefinstrom wird einem zweiten Hydroisomerisierungsreaktor 80 zugeführt, der eine zweite Hydroisomerisierungszone definiert. Wasserstoff wird durch die Leitung 70 zugeführt und mit dem C&sub4;-Olefinstrom, der durch die Leitung 62 läuft, vermischt, bevor das erhaltene Gemisch in den zweiten Hydroisomerisierungsreaktor 80 eintritt. Der Reaktorausflußstrom aus dem zweiten Hydroisomerisierungsreaktor 80 gelangt durch die Leitung 82 in ein Abtrennsystem 84, wo ein zweiter Hydroisomerisatstrom vom Reaktorausflußstrom getrennt wird und das zweite Hydroisomerisierungssystem 66 durch die Leitung 86 verläßt.
Der erste Hydroisomerisatstrom, der durch die Leitung 76 das erste Hydroisomerisierungssystem 64 verläßt, und der zweite Hydroisomerisatstrom, der durch die Leitung 86 das Hydroisomerisierungssystem 66 verläßt, werden mit Methanol, das durch die Leitung 88 zugeführt wird, vermischt, wobei das erhaltene Gemisch dem ersten Veretherungssystem 90 zugeführt wird. Das erhaltene Gemisch wird in mindestens einen Veretherungsreaktor 92, der mindestens eine Veretherungszone definiert, gebracht. Vor der Einführung dieses Gemisches von Isomerisatströmen und Alkohol in mindestens einen Verethernngsreaktor 92 wird ein Alkoholrückführungsstrom über die Leitung 94 diesem Beschickungsgemisch zugeführt. Das Veretherungsreaktorausflußprodukt gelangt durch die Leitung 96 in die Etherfraktioniervorrichtung 98, wo ein oxygenierter Strom von nicht-umgesetzten Einsatzmaterialverbindungen abgetrennt wird. Der oxygenierte Strom wird durch die Leitung 100 aus dem Veretherungssystem 90 abgezogen. Die nicht-umgesetzten Verbindungen gelangen durch die Leitung 102 zu einem Alkoholextraktor 104, wo nicht-umgesetzter Alkohol und nicht-umgesetzte Kohlenwasserstoffverbindungen getrennt werden. Die nicht-umgesetzten Kohlenwasserstoffverbindungen gelangen durch die Leitung 106 aus dem Alkoholextraktor 104 zu einem Alkylierungssystem 108. Der nicht umgesetzte Alkohol gelangt durch die Leitung 112 in die Alkoholfraktioniervorrichtung 110. Die Alkoholfraktioniervorrichtung 110 trennt den nichtumgesetzten Alkohol und das Lösungsmittel und führt den nicht-umgesetzten Alkohol durch die Leitung 94 in mindestens einen Veretherungsreaktor 92 zurück, während das Lösungsmittel durch die Leitung 114 in den traktor 104 zurückgeleitet wird. Die durch die Leitung 106 geführten nicht-umgesetzten Kohlenwasserstoffverbindungen werden mit den durch die Leitung 116 geführten verzweigtkettigen Paraffinkohlenwasserstoffen vermischt, wobei das erhaltene Gemisch durch die Leitung 118 dem Alkylierungssystem 108 zugeführt wird. Das erhaltene Gemisch wird sodann in den Alkylierungsreaktor 120 eingeführt, der eine Alkylierungszone definiert und wo in Gegenwart eines Säurekatalysators die Olefinverbindungen im Strom mit nicht-umgesetzten Kohlenwasserstoffverbindungen mit den verzweigtkettigen Paraffinkohlenwasserstoffen unter Bildung eines alkylathaltigen Reaktionsprodukts alkyliert werden. Das aus dem Alkyliernngsreaktor 120 ausströmende Reaktorausflußprodukt gelangt in die Phasentrennvorrichtung 122, wo die Kohlenwasserstoffe vom Säurekatalysator getrennt werden. Der abgetrennte Kohlenwasserstoff gelangt dann durch die Leitung 124 in ein Trennsystem 126, wo ein Propanstrom, ein Butanstrom, ein Alkylatstrom und ein Isobutan-Rückführungsstrom abgetrennt werden. Der Propanstrom wird durch die Leitung 128 aus dem Alkylierungssystem 108, der Butanstrom durch die Leitung 130 aus dem Alkylierungssystem 108, der Alkylatstrom durch die Leitung 132 aus dem Alkylierungssystem 108 und der Isobutan-Rückführungsstrom durch die Leitung 134 aus dem Trennsystem 126 in den Alkylierungsreaktor 120 abgezogen.
Nachstehend wird auf Fig. 2 Bezug genommen. Ein getrenntes Olefinverarbeitungssystem 150 wird schematisch dargestellt, in dem sämtliche Unterverarbeitungssysteme mit dem integrierten Olefin-Koverarbeitungssystem 10 wie in Fig. 1 vorgesehen sind, wobei aber als zusätzliches Unterverarbeitungssystem das zweite Veretherungssystem 152 vorgesehen ist. Im getrennten Olefinverarbeitungssystem 150 gelangt der erste Hydroisomerisatstrom aus dem ersten Hydroisomerisierungssystem 64 über die Leitung 76 zum zweiten Veretherungssystem 152. Vor der Zufuhr des ersten Hydroisomerisatstroms in mindestens einen Veretherungsreaktor 154 wird der erste Hydroisomerisatstrom mit Methanol vermischt, das durch die Leitung 156 zugeführt wird. Das erhaltene Gemisch wird in das zweite Veretherungssystem 152 eingeleitet. Sodann wird das erhaltene Gemisch mit einem Alkoholrückführstrom, der durch die Leitung 158 dem Gemisch zugeführt wird, vermischt. Der vereinigte Strom aus dem Alkoholrückführstrom, dem Methanolstrom und dem ersten Hydroisomerisatstrom wird sodann in mindestens einen Veretherungsreaktor 154 eingeleitet. Das aus dem Veretherungsreaktor ausfließende Produkt gelangt dann über die Leitung 160 in die Etherfraktioniervorrichtung 162, wo ein oxygenierter Strom von nict-umgesetzten Einsatzverbindungen abgetrennt wird. Der oxygenierte Strom wird durch die Leitung 164 aus dem Veretherungssystem 152 abgeführt. Die nicht-umgesetzten Verbindungen gelangen durch die Leitung 166 in den Alkoholextraktor 168, wo nicht-umgesetzter Alkohol und nicht-umgesetzte Kohlenwasserstoffverbindungen getrennt werden. Die nicht-umgesetzten Kohlenwasserstoffverbindungen gelangen aus einem Alkoholextraktor 168 durch die Leitung 170 in ein Alkylierungssystem 108, und der nicht-umgesetzte Alkohol gelangt durch die Leitung 174 in die Alkoholfraktioniervorrichtung 172. Die Alkoholfraktioniervorrichtung 172 trennt den nicht-umgesetzten Alkohol und das Lösungsmittel und führt den nicht-umgesetzten Alkohol durch die Leitung 158 in mindestens einen Veretherungsreaktor 154 zurück, wobei das Lösungsmittel durch die Leitung 176 in den Alkoholextraktor 168 zurückgeführt wird.

Berechnetes Beispiel

Zur Erläuterung der beiden in den Figuren 1 und 2 dargestellten Verfahren wird ein berechnetes Beispiel vorgelegt das die optimalen Ausbeuten für ein typisches verfügbares Einsatzmaterial einer Raffinerie mit 0,184 m³/sec (100 000 Barrel pro Tag (BPD)) zeigt. Es wurde kein Versuch unternommen, um zwischen den Ergebnissen für die gemeinsame Olefinverarbeitung gemäß Fig. 1 und die getrennte Verarbeitung gemäß Fig. 2 zu unterscheiden. Die Wahl zwischen den beiden alternativen Verfahren wird durch wirtschaftliche Überlegungen und durch die verfügbare Ausrüstung festgelegt und liegt außerhalb des Bereichs dieses berechneten Beispiels. Tabelle I zeigt den Benzinpool als Volumen (m³/sec (BPD)) für das erfindungsgemäße Vollolefinverfahren im Vergleich mit der Ausbeute für Basisraffineriebenzin durch HF-Alkylierung der C&sub4;-Produkte. Beim Ausgangsmaterial handelt es sich in beiden Fällen um ein Post-FCC-Einsatzmaterial.
Die Octanbeschaffenheit und der Dampfdruck werden durch die vollständige Verarbeitung der Olefine erheblich beeinflußt. Durch Zugabe der Amylene zum Verarbeitungspool steigt der Verbrauch an Butan erheblich. Insgesamt ist der Gehalt an Butanen, die aus dem 8,0 RVP-Benzinpool entfernt worden sind, um über 90% von 3,13 x 10&supmin;³ m³/sec (1700 BPD) im Basisfall auf 3,13 x 10&supmin;&sup4; m³/sec (170 BPD) im Fall der vollständigen Olefinverarbeitung verringert. Die Benzinpool-Octanzahl ist um einen Wert von mehr als 1 erhöht. Das Benzinvolumen ist um mehr als 1,84 x 10&supmin;³ m³/sec (1000 BPD) erhöht. Berücksichtigt man die Bildung an reformiertem Benzin, so liegen in diesem Beispiel die Aromaten nahe am Grenzwert für Benzin, jedoch stellt Benzol ein schwieriges Problem dar. Die Festlegung der Reformiertrenngrenzen und der Betriebsbedingungen haben den stärksten Einfluß auf die Handhabung dieser Eigenschaften in einem reformierten Benzingemisch. Auf der positiven Seite für die Olefinverarbeitung wurde dem Benzinpool eine ausreichende Sauerstoffmenge zugefügt, um die Erfordernisse für einen Verkauf von nahezu der Hälfte des Benzinpools am Markt für reformierten Kraftstoff zu erfüllen. Ein weiterer Vorteil, der zunehmend an Bedeutung gewinnt, besteht darin, daß die für die Umwelt schädlichen Amylene im wesentlichen aus dem fertigen, an den Verbraucher verkauften Benzin entfernt worden sind. Tabelle I Benzinpool mit Olefinverarbeitungsvolumen in 1,84 x 10&supmin;&sup6; m³/sec (Barrel pro Tag (BPD)) Ausgangsmaterialgemisch Post-FCC-Volumen Basisraffineriebenzin vollständige Olefinverarbeitung zugekauftes Methanol überschüssiges nC&sub4; Reformat Cat-Benzin Alkylat Gesamt Aromaten, Vol.-% Benzol, Vol.-% Sauerstoff, Gew.-% Olefine, Vol.-% *nC&sub4;, isomerisiert, um die C&sub5;-Alkylierungsbedingungen zu erfüllen ** leichtes Rohbenzin (Light Straight Run Gasoline)
Vernünftige Variationen und Modifikationen sind innerhalb des Umfangs der vorstehenden Beschreibung, der Zeichnung und der beigefügten Ansprüche möglich.

Claims

1. Verfahren zur Herstellung von Benzinmischkomponenten, umfassend folgende Stufen:

Dehydrieren von Paraffinkohlenwasserstoffen unter Bildung eines Dehydrogenatstroms mit einem Gehalt an Olefinverbindungen;

Auftrennen eines gecrackten Kohlenwasserstoffstroms mit einem Gehalt an Olefinverbindungen mit mindestens 3 Kohlenstoffatomen in einen C&sub4;-Olefinstrom mit einem Gehalt an einem signifikanten Anteil der Kohlenwasserstoffe im gecrackten Kohlenwasserstoffstrom mit weniger als 5 Kohlenstoffatomen und einen C&sub5;-Olefinstrom mit einem Gehalt an einem signifikanten Anteil der Kohlenwasserstoffe im gecrackten Kohlenwasserstoffstrom mit mindestens 5 Kohlenstoffatomen;

Hydroisomerisieren des C&sub5;-Olefinstroms in einer ersten Hydroisomerisierungszone unter Bildung eines ersten Hydroisomerisatstroms;

Hydroisomerisieren des Dehydrogenatstroms und des C&sub4;-Olefinstroms in einer zweiten Hydroisomerisierungszone unter Bildung eines zweiten Hydroisomerisatstroms;

Verethern des ersten Hydroisomerisatstroms und des zweiten Hydroisomerisatstroms in mindestens einer Veretherungszone unter Bildung eines Oxygenatstroms mit einem Gehalt an oxygenierten Verbindungen und nichtumgesetzten Verbindungen; und

Alkylieren eines signifikanten Anteils der nicht-umgesetzten Verbindungen mit einem verzweigtkettigen Paraffinkohlenwasserstoff unter Bildung eines Alkylatstroms.

2. Verfahren nach Anspruch 1, wobei der erste Hydroisomerisatstrom in einer ersten Veretherungszone unter Bildung eines Oxygenatstroms mit einem Gehalt an oxygenierten Verbindungen und nicht-umgesetzten Verbindungen verethert wird und der zweite Hydroisomerisatstrom in einer zweiten Veretherungszone unter Bildung eines Oxygenatstroms mit einem Gehalt an oxygenierten Verbindungen und nicht-umgesetzten Verbindungen verethert wird.

3. Verfahren nach Anspruch 1, wobei vor der Veretherung der erste Hydroisomerisatstrom und der zweite Hydroisomerisatstrom unter Bildung eines kombinierten Stroms vereinigt werden und anschließend der kombinierte Strom in einer Veretherungszone unter Bildung eines Oxygenatstroms mit einem Gehalt an oxygenierten Verbindungen und nicht-umgesetzten Verbindungen verethert wird.