EP0582723A1 - Verfahren zur Aufbereitung von Rohbenzol - Google Patents

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EP0582723A1
EP0582723A1 EP19920113272 EP92113272A EP0582723A1 EP 0582723 A1 EP0582723 A1 EP 0582723A1 EP 19920113272 EP19920113272 EP 19920113272 EP 92113272 A EP92113272 A EP 92113272A EP 0582723 A1 EP0582723 A1 EP 0582723A1
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EP
European Patent Office
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hydrogenation
benzene
temperature
subjected
main
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Ceased
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EP19920113272
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English (en)
French (fr)
Inventor
Wolfdieter Klein
Helmut Flügge
Jürgen Dr. Laege
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NEUMANN + STALLHERM GMBH
Ruhr Oel GmbH
Original Assignee
NEUMANN and STALLHERM GmbH
Ruhr Oel GmbH
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Publication date
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    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only
    • C10G65/02—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only
    • C10G65/04—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps
    • C10G65/06—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only plural serial stages only including only refining steps at least one step being a selective hydrogenation of the diolefins
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G65/00—Treatment of hydrocarbon oils by two or more hydrotreatment processes only

Definitions

  • the invention relates to a catalytic pressure refining process for obtaining benzene raffinate from crude benzene, which is obtained from the coking of organic carbon compounds.
  • benzene raffinate can be produced from crude benzene by hydrogenation with hydrogen.
  • One method uses the heat of the hydrogenated benzene raffinate to counter-evaporate the crude benzene in evaporator heat exchangers. During the flow through the heat exchangers, polymers are formed which accumulate with high boilers from the crude benzene in the sumps of the evaporators and are continuously drawn off as sludge in the last apparatus.
  • a second process uses a stripping column with multi-stage intermediate heating for the vaporization of the crude benzene.
  • Both a heat transfer oil and hydrogenated benzene raffinate can be used as the heat source for the heating.
  • the sludge in the bottom of the stripping column is drawn off continuously.
  • the carbon disulphides, diolefins and styrene are specifically at about 250 ° C and a hydrogen partial pressure> 18 bar on a CoMo catalyst and then in the main reactor after heating by means of a process furnace to about 300 to 350 ° C and a hydrogen partial pressure> 18 bar Hydrogenated thiophenes and olefins on a CoMo catalyst.
  • the temperature can be reduced to approximately 200 ° C. and the rate of polymerization can be influenced.
  • the object is to prevent the polymerization of the styrene and the diolefins.
  • Figure 1 shows a first preferred variant of the method according to the invention.
  • the crude benzene 1 is separated into a benzene fraction 3 and a styrene-containing fraction 4 in a vacuum column 2 under mild thermal conditions at a bottom temperature ⁇ 100 ° C.
  • the top product can therefore be preheated in normal tubular heat exchangers 5 and 6 in countercurrent with benzene raffinate 10 and brought to reaction temperature 8 in the heating furnace 7 without polymerization occurring.
  • the hydrogenation takes place over CoMo catalysts in the main reactor 9.
  • the cooled in the heat exchanger 6 and 5 benzene raffinate 11 is separated from the gas in the separator 12 and leaves the hydrogenation system as an unstabilized product 13.
  • the styrene-containing fraction 4 obtained in the bottom of the vacuum column is admixed to a hot circulating stream 14 without indirect preheating and thereby brought to the reaction temperature.
  • the product 16 hydrogenated in the prereactor is used, in which the styrene has already been broken down to about 80 to 99%, preferably 95%.
  • the selection of the catalyst for the pre-reactor depends on the sulfur content of the feed.
  • noble metal catalysts e.g. palladium
  • the prereactor can be operated at a reaction temperature between 50 and 180 ° C., preferably at approximately 80 to 130 ° C.
  • NiMo or CoMo catalysts are used.
  • the reactor temperature should be raised accordingly.
  • the direct heating of the styrene-containing fraction by means of hot circulation shortens the heating so that no reaction time is available for the polymerization, since the feed 4 and the circulation 14 are mixed directly before the reactor enters.
  • the polymerizable products are diluted in a ratio of 1: 2 to 1:10, preferably 1: 3 to 1: 5, which additionally considerably reduces the reaction rate due to the low concentrations becomes. Since the styrenes and diolefins are hydrogenated with hydrogen in the subsequent catalyst bed of the pre-reactor 15, the formation of polymerization is excluded.
  • the prehydrogenated product 16 is brought in countercurrent with the aromatic-containing raffinate 21 in the heat exchanger 17 and in the heating furnace 18 to reaction temperature 19 and fed to the main reactor 20 filled with CoMo catalyst.
  • the aromatic-containing raffinate 21 not only ensures the preheating of the stream 16 in the heat exchanger 17, but also the required temperature of the circulating stream 14 is set by means of the heat exchanger 22.
  • the two cooled partial streams 23 and 24 are fed to the separator 26 as a total stream 25. The separation into gas and aromatic-containing raffinate 27 takes place in this.
  • the hydrogen-containing gases 29 and 30 separated in the separators 12 and 26 are combined as recycle gas 31 and enriched with fresh hydrogen 28 in accordance with the technical consumption.
  • the compressed gas 33 is mixed with the streams 3 and 4 via the compressor 32.
  • the quench gas for the main reactors 9 and 20 is taken from stream 33.
  • FIG. 2 A process variant is shown in FIG. 2. It differs from FIG. 1 in that the styrene-containing fraction 4 is mixed after the hydrogenation in the prereactor 15 as stream 16 of the benzene-containing fraction 3 after the heat exchanger 5. This is followed by the common heating in the heat exchanger 6, the heating to the reaction temperature 8 in the heater 7 and the hydrogenation in the main reactor 9.
  • the raffinate 10 not only ensures the preheating of the stream 3 in the heat exchangers 6 and 5, but also sets the required temperature of the circulating stream 14 by means of the heat exchanger 22.
  • the two cooled partial streams 23 and 24 are fed to the separator 12 as a total stream 11.
  • the separation into gas 31 and raffinate 13 takes place in this.
  • the fresh hydrogen and cycle gas supply is in accordance with FIG. 1.
  • FIG. 3 Another method variant is shown in FIG. 3. It differs essentially from FIG. 2 in that the benzene-containing fraction 3 is subjected to a pre-hydrogenation. This process variant allows the main reactor to be relieved in accordance with the hydrogenation conditions and the catalyst used in the pre-reactor.
  • the reaction temperature 34 is set in the heat exchanger 5.
  • the prehydrogenation takes place in the reactor 35 over a NiMo catalyst.
  • the prehydrogenated benzene-containing fraction 36 is further treated together with the prehydrogenated aromatic-containing fraction 16 according to FIG. 2.
  • FIG. 4 shows an alternative method according to claim 4.
  • distillation under vacuum is dispensed with and the crude benzene is fed directly into a pre-reactor.
  • the required reaction temperature is set by the hot circulation according to the previously described methods.
  • the crude benzene 1 is brought to reaction pressure 2 and heated to reaction temperature 3 by means of the hot circulation 6.
  • the carbon disulphides, diolefins and styrenes are hydrogenated in the presence of hydrogen 20.
  • the prehydrogenated product 5 is preheated in the heat exchanger 7 and brought to the reaction temperature 9 in the heater 8.
  • the remaining diolefins and sulfur compounds, in particular thiophenes, are broken down in the main reactor 10.
  • the benzene raffinate 11 is used in the heat exchanger 12 for setting the hot circulation temperature and in the heat exchanger 7 for preheating the stream 5.
  • the cooled streams 13 and 14 are separated in the separator 15 into raffinate 16 and gas 17.
  • the required fresh hydrogen 18 and the gas 17 are compressed in the compressor 19.
  • the hydrogenation gas 20 is mixed with the stream 2 and serves the main reactor 10 as quench gas 21.

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Abstract

Verfahren zur Aufbereitung von Rohbenzol (1), das bei der Verkokung kohlenstoffhaltiger Materialien, insbesondere von Kohle, anfällt, mittels katalytischer Vor- und Haupthydrierung unter Druck bei erhöhten Temperaturen in Gegenwart von Wasserstoff, bei dem das Rohbenzol einer Destillation unter Vakuum (2) bei Temperaturen von < 100 C zur Auftrennung in eine benzolhaltige (3) und eine styrolhaltige Fraktion (4) unterworfen wird, die benzolhaltige Fraktion der Haupthydrierung (8) unterworfen wird, die styrolhaltige Fraktion bei einer Temperatur von nicht mehr als 280 °C einer Vorhydrierung (15) zu einem aromatenhaltigen Vorprodukt unterworfen wird, wobei die Aufheizung der styrolhaltigen Fraktion auf Hydriertemperatur im Heißumlauf (14) mit vorhydriertem Produkt erfolgt und anschließend das aromatenhaltige Vorprodukt der Haupthydrierung (20) unterworfen wird.

Description

  • Die Erfindung betrifft ein katalytisches Druckraffinationsverfahren zur Gewinnung von Benzolraffinat aus Rohbenzol, das bei der Verkokung von organischen Kohlenstoftverbindungen anfällt.
  • Es ist bekannt, daß Benzolraffinat durch Hydrierung mit Wasserstoff aus Rohbenzol erzeugt werden kann.
  • Mehrere Verfahrensvarianten werden großtechnisch eingesetzt, wobei sie sich im wesentlichen durch die Vorwärmung/Verdampfung des Rohbenzols und dem Einsatz unterschiedlicher Katalysatoren im Vorreaktor unterscheiden.
  • Die Vorwärmung/Verdampfung des Rohbenzols bei den z. Z. eingesetzten Verfahren erfolgt unterschiedlich.
  • Ein Verfahren benutzt die Wärme des hydrierten Benzolraffinates, um das Rohbenzol in Verdampferwärmetauschern im Gegenstrom abzudampfen. Dabei bilden sich während des Durchströmens der Wärmetauscher Polymerisate, die sich mit Schwersiedern aus dem Rohbenzol in den Sümpfen der Verdampfer anreichern und als Abschlamm im letzten Apparat kontinuierlich abgezogen werden.
  • Ein zweites Verfahren verwendet eine Strippkolonne mit mehrstufiger Zwischenaufheizung für die Verdampfung des Rohbenzols. Als Wärmequelle für die Aufheizung kann sowohl ein Wärmeträgeröl als auch hydriertes Benzolraffinat eingesetzt werden. In diesem Fall wird der Abschlamm im Sumpf der Strippkolonne kontinuierlich abgezogen.
  • Der Abschlamm wird in beiden Verfahren in einer separaten Destillation zwecks Rückgewinnung des Benzols behandelt. Der Rückstand aus dem Sumpf muß entsorgt werden und bedeutet somit einen Produktverlust.
  • Im Vorreaktor werden speziell die Schwefelkohlenstoffe, Diolefine und das Styrol bei etwa 250 ° C und einem Wasserstoffpartialdruck > 18 bar an einem CoMo-Katalysator und danach im Hauptreaktor nach Aufheizung mittels eines Prozeßofens auf ca. 300 bis 350 ° C und einem Wasserstoffpartialdruck > 18 bar Thiophene und Olefine an einem CoMo-Katalysator hydriert.
  • Da aufgrund der hohen Temperaturen in der Vorwärmung/Verdampfung und im Vorreaktor durch die Anwesenheit insbesondere von Styrol Polymerisationsprodukte entstehen, ist man dazu übergegangen, die Reaktion im Vorreaktor anstatt an einem CoMo- an einem NiMo-Katalysator durchzuführen.
  • Dadurch kann die Temperatur auf ca. 200 ° C abgesenkt und Einfluß auf die Polymerisationsgeschwindigkeit genommen werden.
  • Trotz dieser Änderungen haben alle diese Verfahren aufgrund ihrer Technologie den Nachteil, daß bedingt durch die hohe Temperatur an den Verdampferoberflächen und langen Verweilzeiten in den eingesetzten Apparaten unerwünschte Polymerisationsprodukte entstehen, die einerseits Produktverluste darstellen und andererseits erhebliche Verschmutzungen der Wärmetauscher verursachen, was zur Folge hat, daß die Anlagenstandzeiten begrenzt und dadurch die Wirtschaftlichkeit verschlechtert wird.
  • Demgemäß besteht die Aufgabe darin, die Polymerisation des Styrols und der Diolefine zu verhindern.
  • Die Aufgabe wird mit den Rohbenzolhydrierverfahren der Ansprüche 1 oder 4 gelöst. Bevorzugte Ausführungsformen sind Gegenstand der Unteransprüche. Figur 1 zeigt eine erste bevorzugte Variante der erfindungsgemäßen Verfahren.
  • Das Rohbenzol 1 wird in einer Vakuumkolonne 2 unter milden thermischen Bedingungen bei einer Sumpftemperatur < 100 ° C in eine Benzolfraktion 3 und eine styrolhaltige Fraktion 4 getrennt. Das Kopfprodukt kann deshalb in normalen Röhrenwärmetauschern 5 und 6 im Gegenstrom mit Benzolraffinat 10 vorgewärmt und im Aufheizofen 7 auf Reaktionstemperatur 8 gebracht werden, ohne daß Polymerisation eintritt. Die Hydrierung erfolgt über CoMo-Katalysatoren im Hauptreaktor 9 . Das in den Wärmetauscher 6 und 5 abgekühlte Benzolraffinat 11 wird im Abscheider 12 vom Gas getrennt und verläßt als unstabilisiertes Produkt 13 die Hydrieranlage.
  • Die im Sumpf der Vakuumkolonne anfallende styrolhaltige Fraktion 4 wird ohne indirekte Vorwärmung einem heißen Umlaufstrom 14 zugemischt und dadurch auf Reaktionstemperatur gebracht.
  • Dazu wird das im Vorreaktor hydrierte Produkt 16 benutzt, in dem das Styrol bereits zu ca. 80 bis 99 %, vorzugsweise 95 %, abgebaut wurde.
  • Die Auswahl des Katalysators für den Vorreaktor richtet sich nach dem Schwefelgehalt des Einsatzes.
  • Liegt der Schwefelgehalt im ppm-Bereich, können Edelmetallkatalysatoren (z. B. Palladium) eingesetzt werden.
  • Dadurch kann der Vorreaktor mit einer Reaktionstemperatur zwischen 50 und 180 °C, vorzugsweise bei ca. 80 bis 130 °C, betrieben werden.
  • Bei höheren Schwefelgehalten kommen NiMo-oder CoMo-Katalysatoren zum Einsatz. Dementsprechend ist die Reaktortemperatur anzuheben.
  • Durch die direkte Aufwärmung der styrolhaltigen Fraktion mittels Heißumlauf wird einerseits die Aufheizung so verkürzt, daß für die Polymerisation keine Reaktionszeit zur Verfügung steht, da die Vermischung von Feed 4 und Umlauf 14 direkt vor Reaktoreintritt erfolgt. Andererseits werden die polymerisationsfähigen Produkte im Verhältnis 1:2 bis 1:10, vorzugsweise 1:3 bis 1:5, verdünnt, wodurch die Reaktionsgeschwindigkeit aufgrund der geringen Konzentrationen zusätzlich erheblich reduziert wird. Da im nachfolgenden Katalysatorbett des Vorreaktors 15 die Styrole und Diolefine mit Wasserstoff hydriert werden, ist die Polymerisationsbildung ausgeschlossen.
  • Das vorhydrierte Produkt 16 wird im Gegenstrom mit dem aromatenhaltigen Raffinat 21 im Wärmetauscher 17 und im Aufheizofen 18 auf Reaktionstemperatur 19 gebracht und dem mit CoMo-Katalysator gefüllten Hauptreaktor 20 zugeführt.
  • Mit dem aromatenhaltigen Raffinat 21 wird nicht nur die Vorwärmung des Stromes 16 im Wärmetauscher 17 sichergestellt, sondern auch die erforderliche Temperatur des Umlaufstromes 14 mittels Wärmetauscher 22 eingestellt. Die beiden abgekühlten Teilströme 23 und 24 werden als Gesamtstrom 25 dem Abscheider 26 zugeführt. In diesem erfolgt die Trennung in Gas und aromatenhaltigem Raffinat 27.
  • Die in den Abscheidern 12 und 26 abgetrennten wasserstoffhaltigen Gase 29 und 30 werden als Kreisgas 31 zusammengeführt und mit Frischwasserstoff 28 entsprechend dem technischen Verbrauch angereichert. Über den Kompressor 32 wird das verdichtete Gas 33 den Strömen 3 und 4 zugemischt. Ebenso wird dem Strom 33 das Quenchgas für die Hauptreaktoren 9 und 20 entnommen.
  • Eine Verfahrensvariante stellt Figur 2 dar. Sie unterscheidet sich zu Figur 1 dadurch, daß die styrolhaltige Fraktion 4 nach der Hydrierung im Vorreaktor 15 als Strom 16 der benzolhaltigen Fraktion 3 nach dem Wärmetauscher 5 zugemischt wird. Danach erfolgt die gemeinsame Aufwärmung im Wärmetauscher 6 , die Aufheizung auf Reaktionstemperatur 8 im Aufheizer 7 und die Hydrierung im Hauptreaktor 9 .
  • Mit dem Raffinat 10 wird nicht nur die Vorwärmung des Stromes 3 in den Wärmetauschern 6 und 5 sichergestellt, sondern auch die erforderliche Temperatur des Umlaufstromes 14 mittels Wärmetauscher 22 eingestellt.
  • Die beiden abgekühlten Teilströme 23 und 24 werden als Gesamtstrom 11 dem Abscheider 12 zugeführt. In diesem erfolgt die Trennung in Gas 31 und Raffinat 13 . Die Frischwasserstoff- und Kreisgasversorgung ist entsprechend Figur 1 .
  • Eine weitere Verfahrensvariante zeigt Figur 3 . Sie unterscheidet sich im wesentlichen von der Figur 2 dadurch, daß die benzolhaltige Fraktion 3 einer Vorhydrierung unterzogen wird. Durch diese Verfahrensvariante kann entsprechend den Hydrierbedingungen und dem eingesetzten Katalysator im Vorreaktor der Hauptreaktor entlastet werden.
  • Die Reaktionstemperatur 34 wird im Wärmetauscher 5 eingestellt. Die Vorhydrierung erfolgt im Reaktor 35 an einem NiMo-Katalysator. Die vorhydrierte benzolhaltige Fraktion 36 wird mit der vorhydrierten aromatenhaltigen Fraktion 16 gemeinsam gemäß Figur 2 weiterbehandelt.
  • Ein Alternativ-Verfahren gemäß Anspruch 4 stellt Figur 4 dar.
  • Bei diesem Verfahren wird auf die Destillation unter Vakuum verzichtet und das Rohbenzol direkt auf einen Vorreaktor aufgegeben.
  • Die erforderliche Reaktionstemperatur wird gemäß den vorher beschriebenen Verfahren durch den Heißumlauf eingestellt.
  • Das Rohbenzol 1 wird auf Reaktionsdruck 2 gebracht und mittels des Heißumlaufes 6 auf Reaktionstemperatur 3 erwärmt. Im Vorreaktor 4 werden in Anwesenheit von Wasserstoff 20 die Schwefelkohlenstoffe, Diolefine und Styrole hydriert. Das vorhydrierte Produkt 5 wird im Wärmetauscher 7 vorgewärmt und im Aufheizer 8 auf Reaktionstemperatur 9 gebracht. Im Hauptreaktor 10 werden die restlichen Diolefine und Schwefelverbindungen, insbesondere Thiophene, abgebaut. Das Benzolraffinat 11 wird im Wärmetauscher 12 zur Einstellung der Heißumlauftemperatur und im Wärmetauscher 7 zur Vorwärmung des Stromes 5 benutzt. Die abgekühlten Ströme 13 und 14 werden im Abscheider 15 in Raffinat 16 und Gas 17 getrennt. Der erforderliche Frischwasserstoff 18 und das Gas 17 werden im Kompressor 19 verdichtet. Das Hydriergas 20 wird dem Strom 2 zugemischt und dient dem Hauptreaktor 10 als Quenchgas 21 .
  • Die vorgestellten Verfahren nach Figur 1 bis 4 weisen durch
    • - die größere Produktausbeute (2-2,5 %)
    • - die längere Anlagenstandzeit (12-15 %)
    • - den geringeren Investitionskosten (ca. 20-30 %)
    • - den geringeren Betriebsmittelkosten (ca. 15-20 %)

    eine wesentlich höhere Wirtschaftlichkeit gegenüber den herkömmlichen Verfahren aus.
  • Desweiteren wird die Umweltbelastung durch
    • - Wegfall der Abschlammdestillation
    • - Vereinfachung der Prozeßführung

    erheblich reduziert.

Claims (18)

1. Verfahren zur Aufbereitung von Rohbenzol, das bei der Verkokung kohlenstoffhaltiger Materialien, insbesondere von Kohle, anfällt, mittels katalytischer Vor- und Haupthydrierung unter Druck bei erhöhten Temperaturen in Gegenwart von Wasserstoff, dadurch gekennzeichnet, daß das Rohbenzol einer Destillation unter Vakuum bei Temperaturen von < 100° C zur Auftrennung in eine benzolhaltige und eine styrolhaltige Fraktion unterworfen wird, die benzolhaltige Fraktion der Haupthydrierung unterworfen wird, die styrolhaltige Fraktion bei einer Temperatur von nicht mehr als 280 ° C einer Vorhydrierung zu einem aromatenhaltigen Vorprodukt unterworfen wird, wobei die Aufheizung der styrolhaltigen Fraktion auf Hydriertemperatur im Heißumlauf mit vorhydriertem Produkt erfolgt und anschließend das aromatenhaltige Vorprodukt der Haupthydrierung unterworfen wird.
2. Verfahren nach Anspruch 1, dadurch gekennzeichnet, daß die benzolhaltige Fraktion und das aromatenhaltige Vorprodukt zur Haupthydrierung zusammengeführt werden.
3. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß die benzolhaltige Fraktion vor der Haupthydrierung einer Vorhydrierung unterworfen wird.
4. Verfahren zur Aufbereitung von Rohbenzol, das bei der Verkokung kohlenstoffhaltiger Materialien, insbesondere von Kohle, anfällt, mittels katalytischer Vor- und Haupthydrierung unter Druck bei erhöhten Temperaturen in Gegenwart von Wasserstoff, dadurch gekennzeichnet, daß das Rohbenzol bei einer Temperatur von nicht mehr als 280 ° C einer Vorhydrierung zu einem aromatenhaltigen Vorprodukt unterworfen wird, wobei die Aufheizung des Rohbenzols auf Hydriertemperatur im Heißumlauf mit vorhydriertem Produkt erfolgt und anschließend das aromatenhaltige Vorprodukt der Haupthydrierung unterworfen wird.
5. Verfahren nach Anspruch 4, dadurch gekennzeichnet, daß die Aufbereitung von Rohbenzol in zwei oder mehreren parallel geführten Verfahrenssträngen erfolgt.
6. Verfahren nach Anspruch 5, dadurch gekennzeichnet, daß die parallel geführten Verfahrensstränge in eine oder mehrere gemeinsame Haupthydrierungen geführt werden.
7. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß die Vorhydrierung mit einem Katalysator durchgeführt wird, der speziell Olefine und Styrol umsetzt.
8. Verfahren nach Anspruch 7, dadurch gekennzeichnet, daß bei schwefelreichem Rohbenzol in der Vorhydrierung ein Ni/Mo-Katalysator bei einer Temperatur von 180 bis 220 °C eingesetzt wird.
9. Verfahren nach Anspruch 7, dadurch gekennzeichnet, daß bei schwefelarmem Rohbenzol in der Vorhydrierung ein Pd-Katalysator bei einer Temperatur von 50 bis 180, vorzugsweise 80 bis 130 °C, eingesetzt wird.
10. Verfahren nach einem der vorstehenden Ansprüche, dadurch gekennzeichnet, daß die Haupthydrierung bei einem höheren Temperaturniveau erfolgt als die Vorhydrierung.
11. Verfahren nach Anspruch 10, dadurch gekennzeichnet, daß in der Haupthydrierung ein Co/Mo-Katalysator bei einer Temperatur bis 350 ° C eingesetzt wird.
12. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 11, dadurch gekennzeichnet, daß der Wasserstoffpartialdruck 16 bis 25 bar, vorzugsweise 18 bis 22 bar, beträgt.
13. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 12, dadurch gekennzeichnet, daß die Aufheizung des Heißumlaufs durch Wärmetausch mit Raffinat aus der Haupthydrierung erfolgt.
14. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 13, dadurch gekennzeichnet, daß das Temperaturniveau in der Vorhydrierung mit der Umlaufmenge des Heißumlaufs gesteuert wird.
15. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 14, dadurch gekennzeichnet, daß die Verweilzeit in der Vorhydrierung über die Umlaufmenge gesteuert wird.
16. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 15, dadurch gekennzeichnet, daß die Temperaturdifferenz zwischen Reaktoreintritt und Reaktoraustritt über den Heißumlauf gesteuert wird.
17. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 16, dadurch gekennzeichnet, daß durch den Heißumlauf die Konzentration der reaktiven Komponenten (Diolefine, Styrol) gesteuert wird.
18. Verfahren nach einem der Ansprüche 1 bis 17, dadurch gekennzeichnet, daß das aromatenhaltige Produkt aus der Vorhydrierung zur Abtrennung von Feststoffen (z. B. Katalysatorabrieb) filtriert wird.
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