JP2866195B2 - アルキル芳香族炭化水素の製造方法 - Google Patents
アルキル芳香族炭化水素の製造方法Info
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- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
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- C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
- C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
- C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
- C07C2529/40—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the pentasil type, e.g. types ZSM-5, ZSM-8 or ZSM-11
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- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/50—Improvements relating to the production of bulk chemicals
- Y02P20/584—Recycling of catalysts
Description
【発明の詳細な説明】 本発明は、ガソリン配合ストックとして適当なアルキ
ル芳香族炭化水素の製造方法に関する。
ル芳香族炭化水素の製造方法に関する。
最近の製油工業における炭化水素の流動接触分解で
は、ガソリン生成物価値を本質的に有さない軽質オレフ
ィンを含む大量のC4−燃料ガスが生成する。更に、炭化
水素の接触改質により、大量のC6−C8芳香族炭化水素が
生成するが、これは、ガソリン配合ストックとしての価
値を有するが、過剰量生成する。本発明は、C4−燃料ガ
スに含まれる軽質オレフィンにより改質ガソリンに含ま
れるC6−C8芳香族化合物をアルキル化してガソリン配合
ストックとして有用なアルキル芳香族炭化水素を生成す
るための接触反応方法を提供する。
は、ガソリン生成物価値を本質的に有さない軽質オレフ
ィンを含む大量のC4−燃料ガスが生成する。更に、炭化
水素の接触改質により、大量のC6−C8芳香族炭化水素が
生成するが、これは、ガソリン配合ストックとしての価
値を有するが、過剰量生成する。本発明は、C4−燃料ガ
スに含まれる軽質オレフィンにより改質ガソリンに含ま
れるC6−C8芳香族化合物をアルキル化してガソリン配合
ストックとして有用なアルキル芳香族炭化水素を生成す
るための接触反応方法を提供する。
チェン（Chen）のアメリカ合衆国特許第3,729,409号
では、水素の存在下、改質ガソリンをゼオライト触媒と
接触させることにより改質ガソリンの得られるオクタン
価を改善する方法が開示されている。ガーウッド（Garw
ood）らのアメリカ合衆国特許第4,150,062号では、C2−
C4オレフィンをガソリンに転化する方法が開示され、該
方法は、ゼオライト触媒の存在下、オレフィンを水と接
触させることを含んで成る。アメリカ合衆国特許第4,01
6,218号および第3,751,506号では、ZSM−５を使用する
オレフィンによるベンゼンのアルキル化方法が開示され
ている。アメリカ合衆国特許第4,209,383号では、改質
ガソリン中のベンゼンをC3−C4オレフィンにより接触ア
ルキル化してガソリンを生成することが開示されてい
る。
では、水素の存在下、改質ガソリンをゼオライト触媒と
接触させることにより改質ガソリンの得られるオクタン
価を改善する方法が開示されている。ガーウッド（Garw
ood）らのアメリカ合衆国特許第4,150,062号では、C2−
C4オレフィンをガソリンに転化する方法が開示され、該
方法は、ゼオライト触媒の存在下、オレフィンを水と接
触させることを含んで成る。アメリカ合衆国特許第4,01
6,218号および第3,751,506号では、ZSM−５を使用する
オレフィンによるベンゼンのアルキル化方法が開示され
ている。アメリカ合衆国特許第4,209,383号では、改質
ガソリン中のベンゼンをC3−C4オレフィンにより接触ア
ルキル化してガソリンを生成することが開示されてい
る。
本発明は、とりわけガソリン配合ストックとして有用
であるアルキル芳香族生成物を生成する方法に存し、該
方法は、複数のオレフィン原料供給点を有するライザー
反応器内で、流動化ゼオライト触媒の存在下、C4−オレ
フィンをC6−C8芳香族炭化水素を含んで成る原料ストー
ムと少なくとも5:1の芳香族化合物のオレフィンに対す
る重量比で接触させてC6−C8芳香族化合物をオレフィン
によりアルキート化して必要なアルキル芳香族生成物を
生成する工程を含んで成る。
であるアルキル芳香族生成物を生成する方法に存し、該
方法は、複数のオレフィン原料供給点を有するライザー
反応器内で、流動化ゼオライト触媒の存在下、C4−オレ
フィンをC6−C8芳香族炭化水素を含んで成る原料ストー
ムと少なくとも5:1の芳香族化合物のオレフィンに対す
る重量比で接触させてC6−C8芳香族化合物をオレフィン
によりアルキート化して必要なアルキル芳香族生成物を
生成する工程を含んで成る。
本発明の方法では、ライザー反応器内で複数オレフィ
ン供給点を使用するため、反応の間、芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比を高く維持し、軽質オレフィン
および芳香族化合物のアルキル芳香族化合物への最大限
の転化率を達成する。また、ライザー反応器内の芳香族
化合物の軽質オレフィンに対する高い重量比によりオレ
フィンのオリゴマー化反応が最小限になり、コークス生
成が減少する。
ン供給点を使用するため、反応の間、芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比を高く維持し、軽質オレフィン
および芳香族化合物のアルキル芳香族化合物への最大限
の転化率を達成する。また、ライザー反応器内の芳香族
化合物の軽質オレフィンに対する高い重量比によりオレ
フィンのオリゴマー化反応が最小限になり、コークス生
成が減少する。
本発明により、蒸留（分離）、水素化処理、接触改質
および流動接触分解を含む常套の石油精製工程を、ライ
ザー反応器を使用する新規ゼオライト触媒プロセスと組
み合わせることができ、燃料ガスおよび改質ガソリンプ
ロセスストリームを改質できる。それにより、流動接触
分解工程からの燃料ガスストリームおよび接触改質工程
からの改質ガソリンストリームからガソリン沸点範囲の
アルキル芳香族炭化水素生成物が生成する。
および流動接触分解を含む常套の石油精製工程を、ライ
ザー反応器を使用する新規ゼオライト触媒プロセスと組
み合わせることができ、燃料ガスおよび改質ガソリンプ
ロセスストリームを改質できる。それにより、流動接触
分解工程からの燃料ガスストリームおよび接触改質工程
からの改質ガソリンストリームからガソリン沸点範囲の
アルキル芳香族炭化水素生成物が生成する。
典型的には、本発明の方法を通常の油精製において採
用する場合、原油原料を最初に蒸留分離に付して軽質ガ
ス、ガソリン沸点範囲の軽質留出油ナフサ、中間留分、
減圧軽油および缶出または常圧蒸留残渣油ストリームを
含む幾つかの炭化水素ストリームに分離する。
用する場合、原油原料を最初に蒸留分離に付して軽質ガ
ス、ガソリン沸点範囲の軽質留出油ナフサ、中間留分、
減圧軽油および缶出または常圧蒸留残渣油ストリームを
含む幾つかの炭化水素ストリームに分離する。
ナフサストリームを水素化処理して硫黄および窒素化
合物を除去し、次に、接触リホーミング領域に供給し、
そこで、ナフサストリームのオクタン価を増やし、芳香
族炭化水素の濃度が増加して副生物として水素が生成す
る。
合物を除去し、次に、接触リホーミング領域に供給し、
そこで、ナフサストリームのオクタン価を増やし、芳香
族炭化水素の濃度が増加して副生物として水素が生成す
る。
また、中間留分も水素化処理されてケロシンおよびジ
ェット燃料のような生成物を生成する。
ェット燃料のような生成物を生成する。
減圧軽油は流動接触分解（FCC）領域に送られ、そこ
で軽質ガソリン沸点範囲留分、C1−C4オレフィンおよび
パラフィンを含む燃料ガスならびに重質留分が生成す
る。FCC装置は、流動床モレキュラーシーブ接触分解器
および触媒再生器を含む。モレキュラーシーブ触媒は、
空気再生ガスにより燃焼することにより触媒からコーク
ス付着物を酸化的に除去することにより再生器で連続的
に再生される。
で軽質ガソリン沸点範囲留分、C1−C4オレフィンおよび
パラフィンを含む燃料ガスならびに重質留分が生成す
る。FCC装置は、流動床モレキュラーシーブ接触分解器
および触媒再生器を含む。モレキュラーシーブ触媒は、
空気再生ガスにより燃焼することにより触媒からコーク
ス付着物を酸化的に除去することにより再生器で連続的
に再生される。
常圧蒸留残渣油を大気圧より小さい圧力または減圧蒸
留塔に供給してよい。また、常圧蒸留残渣油をプロパン
脱アスファルト化および水素化分解のような処理工程に
付してよい。
留塔に供給してよい。また、常圧蒸留残渣油をプロパン
脱アスファルト化および水素化分解のような処理工程に
付してよい。
本発明では、C6−C8芳香族炭化水素を含む接触改質ガ
ソリンおよびC1−C4オレフィンおよびパラフィンを含む
FCC燃料ガスストリームをライザー反応器の流動化ゼオ
ライト触媒反応領域に供給する。ゼオライト触媒を含む
ライザー反応器は、芳香族化合物のオレフィンに対する
重量比が少なくとも5:1、好ましくは10:1〜15:1となる
ような条件下で操作され、それにより、燃料ガス原料ス
トリームのエテンおよびプロペンのようなC4−オレフィ
ンが、改質ガソリン原料ストリーム中のC6−C8芳香族炭
化水素、特にベンゼンをアルキル化して、トルエン、キ
シレン、エチルベンゼン、メチルエチルベンゼン、ジエ
チルベンゼン、プロピルベンゼンおよびメチルプロピル
ベンゼンのようなC7−C11アルキル芳香族炭化水素が生
成する。
ソリンおよびC1−C4オレフィンおよびパラフィンを含む
FCC燃料ガスストリームをライザー反応器の流動化ゼオ
ライト触媒反応領域に供給する。ゼオライト触媒を含む
ライザー反応器は、芳香族化合物のオレフィンに対する
重量比が少なくとも5:1、好ましくは10:1〜15:1となる
ような条件下で操作され、それにより、燃料ガス原料ス
トリームのエテンおよびプロペンのようなC4−オレフィ
ンが、改質ガソリン原料ストリーム中のC6−C8芳香族炭
化水素、特にベンゼンをアルキル化して、トルエン、キ
シレン、エチルベンゼン、メチルエチルベンゼン、ジエ
チルベンゼン、プロピルベンゼンおよびメチルプロピル
ベンゼンのようなC7−C11アルキル芳香族炭化水素が生
成する。
ライザー反応器の触媒は連続的または間欠的に取り出
されて触媒再生領域で再生される。触媒は、水素含有再
生ガスまたは酸素含有再生ガスと接触することにより再
生され得る。再生工程を実施する前に、ストリッピング
領域において空気または水蒸気のような不活性ストリッ
ピングガスと触媒を接触させて触媒上に吸着された炭化
水素を除去できる。
されて触媒再生領域で再生される。触媒は、水素含有再
生ガスまたは酸素含有再生ガスと接触することにより再
生され得る。再生工程を実施する前に、ストリッピング
領域において空気または水蒸気のような不活性ストリッ
ピングガスと触媒を接触させて触媒上に吸着された炭化
水素を除去できる。
ライザー反応器からの流出炭化水素ストリームは分離
器に送られ、そこで軽質炭化水素オーバーヘッドストリ
ーム、例えばC4−炭化水素が取り出されて吸収器に供給
され、そこでC3＋炭化水素の大部分が吸収除去される。
残留するC3−炭化水素は頂部で取り出され、ゼオライト
触媒反応領域にリサイクルしてよい。分離器からのボト
ムストリームはC7−C11アルキル芳香族炭化水素を含むC
5＋炭化水素を含み、脱ブタン器に送られ、そこからオ
ーベーヘッドC4−ガスストリームが除去される。脱ブタ
ンされたガソリン生成物はボトム生成物として取り出さ
れ、ガソリン生成物プールに供給される。
器に送られ、そこで軽質炭化水素オーバーヘッドストリ
ーム、例えばC4−炭化水素が取り出されて吸収器に供給
され、そこでC3＋炭化水素の大部分が吸収除去される。
残留するC3−炭化水素は頂部で取り出され、ゼオライト
触媒反応領域にリサイクルしてよい。分離器からのボト
ムストリームはC7−C11アルキル芳香族炭化水素を含むC
5＋炭化水素を含み、脱ブタン器に送られ、そこからオ
ーベーヘッドC4−ガスストリームが除去される。脱ブタ
ンされたガソリン生成物はボトム生成物として取り出さ
れ、ガソリン生成物プールに供給される。
ライザー反応器で使用されるゼオライトアルキル化触
媒は、好ましくは、少なくとも12のシリカのアルミナに
対する割合、１〜12の拘束指数（Constraint Index）お
よび１〜200の酸分解活性を有する中間孔形状選択性結
晶アルミノシリケートゼオライトである。運転中の反応
器では、コークス付着触媒は、必要な程度の反応苛酷度
を達成するプロセス条件下、１〜80の見掛け活性（アル
ファ値）を有してよい。好ましいゼオライトの代表的な
ものは、ZSM−５、ZSM−11、ZSM−12、ZSM−22、ZSM−2
3およびZSM−35である。ZSM−５が最も好ましいゼオラ
イトであり、アメリカ合衆国特許第3,702,886号および
アメリカ合衆国再発行特許第29,948号に記載されてい
る。他の適当なゼオライトは、アメリカ合衆国特許第3,
709,979号、第3,832,449号、第4,076,979号、第4,076,8
42号、第4,016,245号および第4,046,839号、第4,414,42
3号、4,417,086号、4,517,396号ならびに第4,542,251号
に記載されている。シリカのアルミナに対するモル比が
20:1〜200:1またはそれ以上の適当なゼオライトを使用
できるが、シリカのアルミナに対するモル比が25:1〜7
0:1のZSM−５を使用するのが有利である。
媒は、好ましくは、少なくとも12のシリカのアルミナに
対する割合、１〜12の拘束指数（Constraint Index）お
よび１〜200の酸分解活性を有する中間孔形状選択性結
晶アルミノシリケートゼオライトである。運転中の反応
器では、コークス付着触媒は、必要な程度の反応苛酷度
を達成するプロセス条件下、１〜80の見掛け活性（アル
ファ値）を有してよい。好ましいゼオライトの代表的な
ものは、ZSM−５、ZSM−11、ZSM−12、ZSM−22、ZSM−2
3およびZSM−35である。ZSM−５が最も好ましいゼオラ
イトであり、アメリカ合衆国特許第3,702,886号および
アメリカ合衆国再発行特許第29,948号に記載されてい
る。他の適当なゼオライトは、アメリカ合衆国特許第3,
709,979号、第3,832,449号、第4,076,979号、第4,076,8
42号、第4,016,245号および第4,046,839号、第4,414,42
3号、4,417,086号、4,517,396号ならびに第4,542,251号
に記載されている。シリカのアルミナに対するモル比が
20:1〜200:1またはそれ以上の適当なゼオライトを使用
できるが、シリカのアルミナに対するモル比が25:1〜7
0:1のZSM−５を使用するのが有利である。
実用的には、ゼオライトを５〜95％の適当な無機酸化
物結合剤により結合するのが通常である。好ましい触媒
は、シリカ−アルミナマトリックス結合剤内に含まれて
いる25〜65％のHZSM−５触媒を含んで成る。典型的に
は、必要な流動化条件で触媒を保持できるようにするた
めに、結合触媒は１〜150ミクロンの粒子寸法を有し、
平均粒子寸法は20〜100ミクロン、より好ましくは40〜8
0ミクロンである。
物結合剤により結合するのが通常である。好ましい触媒
は、シリカ−アルミナマトリックス結合剤内に含まれて
いる25〜65％のHZSM−５触媒を含んで成る。典型的に
は、必要な流動化条件で触媒を保持できるようにするた
めに、結合触媒は１〜150ミクロンの粒子寸法を有し、
平均粒子寸法は20〜100ミクロン、より好ましくは40〜8
0ミクロンである。
好ましい軽質オレフィンガス原料は、C2−C4アルケン
（モノオレフィン）を含み、全C2−C4アルケンは10〜40
重量％の範囲にある。非有害成分、例えばメタン、C2−
C4パラフィンおよび不活性ガスが存在してよい。パラフ
ィンのあるものは、採用する反応条件および触媒に応じ
てC4＋炭化水素に転化される。特に有用な原料は、FCC
ガスオイル（軽油）分解装置の軽質ガス副生物であり、
10〜40モル％のC2−C3オレフィンおよび５〜35モル％の
H2ならびに種々の量のC1−C3パラフィンおよびN2のよう
な不活性ガスを含んでよい。原料は主としてエテン、プ
ロペンおよび／またはブテンを含んでよい。
（モノオレフィン）を含み、全C2−C4アルケンは10〜40
重量％の範囲にある。非有害成分、例えばメタン、C2−
C4パラフィンおよび不活性ガスが存在してよい。パラフ
ィンのあるものは、採用する反応条件および触媒に応じ
てC4＋炭化水素に転化される。特に有用な原料は、FCC
ガスオイル（軽油）分解装置の軽質ガス副生物であり、
10〜40モル％のC2−C3オレフィンおよび５〜35モル％の
H2ならびに種々の量のC1−C3パラフィンおよびN2のよう
な不活性ガスを含んでよい。原料は主としてエテン、プ
ロペンおよび／またはブテンを含んでよい。
軽質オレフィン原料ガスを以下の第１表に詳細に示
す。
す。
接触改質ガソリン原料は、C6−C8芳香族炭化水素およ
びC5-C8パラフィン炭化水素を含む。C6−C8芳香族炭化
水素には、ベンゼン、トルエン、キシレンおよびエチル
ベンゼンが含まれる。改質ガソリンを軽質オレフィンと
反応させる前に、C5−C6パラフィン炭化水素の全部また
は一部分を改質ガソリンストリームから除去してよい。
びC5-C8パラフィン炭化水素を含む。C6−C8芳香族炭化
水素には、ベンゼン、トルエン、キシレンおよびエチル
ベンゼンが含まれる。改質ガソリンを軽質オレフィンと
反応させる前に、C5−C6パラフィン炭化水素の全部また
は一部分を改質ガソリンストリームから除去してよい。
接触改質ガソリン原料を以下の第２表に詳細に示す。
軽質オレフィン原料中のエテンおよびプロペンは、オ
レフィン原料の80〜100重量％、好ましくは90〜100重量
％、より好ましくは95〜100重量％の量でアルキル芳香
族化合物に転化される。ベンゼン、トルエンおよびC8芳
香族化合物を含む接触改質ガソリン原料中のC6−C8芳香
族化合物は、原料の５〜80重量％、好ましくは20〜50重
量％の量でアルキル芳香族化合物に転化される。未反応
芳香族原料は、ライザー反応器にリサイクルしてよい。
レフィン原料の80〜100重量％、好ましくは90〜100重量
％、より好ましくは95〜100重量％の量でアルキル芳香
族化合物に転化される。ベンゼン、トルエンおよびC8芳
香族化合物を含む接触改質ガソリン原料中のC6−C8芳香
族化合物は、原料の５〜80重量％、好ましくは20〜50重
量％の量でアルキル芳香族化合物に転化される。未反応
芳香族原料は、ライザー反応器にリサイクルしてよい。
先に説明したように、本発明の方法は、反応器のライ
ザー領域に複数のオレフィン原料供給点を有するライザ
ー反応器を使用して実施される。芳香族炭化水素と軽質
オレフィンとの反応は、主として反応器のライザー領域
で起こるが、いくらかの転化は反応器の上方流動床領域
で起こり得る。
ザー領域に複数のオレフィン原料供給点を有するライザ
ー反応器を使用して実施される。芳香族炭化水素と軽質
オレフィンとの反応は、主として反応器のライザー領域
で起こるが、いくらかの転化は反応器の上方流動床領域
で起こり得る。
反応器のライザー領域の反応温度は350〜900゜F（177
〜482℃）、好ましくは500〜800゜F（260〜427℃）、よ
り好ましくは600〜750゜F（315〜399℃）である。反応
器のライザー領域における反応圧力は、20〜650psig（2
40〜4580kPa）、好ましくは120〜420psig（930〜3000kP
a）、より好ましくは150〜250psig（1140〜1830kPa）で
ある。
〜482℃）、好ましくは500〜800゜F（260〜427℃）、よ
り好ましくは600〜750゜F（315〜399℃）である。反応
器のライザー領域における反応圧力は、20〜650psig（2
40〜4580kPa）、好ましくは120〜420psig（930〜3000kP
a）、より好ましくは150〜250psig（1140〜1830kPa）で
ある。
触媒の改質ガソリン原料に対する重量比は0.5:1〜50:
1、好ましくは1:1〜10:1、より好ましくは3:1〜7:1であ
る。芳香族炭化水素のオレフィン炭化水素に対する重量
比は反応を通じて少なくとも5:1、典型的には7:1〜20:
1、好ましくは10:1〜20:1、より好ましくは12:1〜15:1
である。
1、好ましくは1:1〜10:1、より好ましくは3:1〜7:1であ
る。芳香族炭化水素のオレフィン炭化水素に対する重量
比は反応を通じて少なくとも5:1、典型的には7:1〜20:
1、好ましくは10:1〜20:1、より好ましくは12:1〜15:1
である。
反応器のライザー輸送領域における輸送ガス速度は、
典型的には５〜100フィート／秒（1.5〜30m/sec）、好
ましくは５〜30フィート／秒（1.5〜9.1m/sec）、より
好ましくは10〜20フィート／秒（３〜6.1m/sec）であ
る。
典型的には５〜100フィート／秒（1.5〜30m/sec）、好
ましくは５〜30フィート／秒（1.5〜9.1m/sec）、より
好ましくは10〜20フィート／秒（３〜6.1m/sec）であ
る。
上方流動床の使用は本発明の別の態様である。ライザ
ー反応器を上方流動床無しで使用してよい。
ー反応器を上方流動床無しで使用してよい。
上方流動床を使用する場合、反応器の上方流動床領域
の流動化ガス速度は、0.3〜４フィート／秒（0.1〜1.2m
/sec）、好ましくは１〜３フィート／秒（0.3〜0.9m/se
c）、より好ましくは１〜1.5フィート／秒（0.3〜0.5m/
sec）である。反応器の上方流動床領域は、乱流支配流
動床として操作するのが好ましい。
の流動化ガス速度は、0.3〜４フィート／秒（0.1〜1.2m
/sec）、好ましくは１〜３フィート／秒（0.3〜0.9m/se
c）、より好ましくは１〜1.5フィート／秒（0.3〜0.5m/
sec）である。反応器の上方流動床領域は、乱流支配流
動床として操作するのが好ましい。
反応器のライザー領域における炭化水素原料と触媒と
の接触時間は、典型的には１〜20秒、好ましくは３〜10
秒である。
の接触時間は、典型的には１〜20秒、好ましくは３〜10
秒である。
反応器のライザー領域は10〜100フィート（３〜30
m）、典型的には20〜60フィート（６〜18m）の高さであ
ってよい。ライザー領域の直径は0.1〜１フィート（0.0
3〜0.3m）、典型的には0.1〜0.5フィート（0.03〜0.15
m）である。
m）、典型的には20〜60フィート（６〜18m）の高さであ
ってよい。ライザー領域の直径は0.1〜１フィート（0.0
3〜0.3m）、典型的には0.1〜0.5フィート（0.03〜0.15
m）である。
ライザー反応器の高さに沿って２〜８個、例えば２〜
６個、典型的には２〜４個のオレフィン原料供給点が存
在してよい。原料供給点のこの数は、ライザー反応器の
底部の原料供給点を含んでいる。複数の原料供給点は、
反応器の高さに沿って、好ましくはライザー領域の高さ
に沿って５〜25フィート（1.5〜7.6m）、典型的には５
〜15フィート（1.5〜4.6m）離れており、最初の供給点
は反応器の底部にある。
６個、典型的には２〜４個のオレフィン原料供給点が存
在してよい。原料供給点のこの数は、ライザー反応器の
底部の原料供給点を含んでいる。複数の原料供給点は、
反応器の高さに沿って、好ましくはライザー領域の高さ
に沿って５〜25フィート（1.5〜7.6m）、典型的には５
〜15フィート（1.5〜4.6m）離れており、最初の供給点
は反応器の底部にある。
しかしながら、オレフィン原料供給点を反応器の上方
流動触媒床領域に設けてよく、上述のように数えたオレ
フィン原料供給点に含めてよい。複数のオレフィン原料
供給は、反応の間の反応領域における所望の高い芳香族
化合物のオレフィンに対する比を維持する。
流動触媒床領域に設けてよく、上述のように数えたオレ
フィン原料供給点に含めてよい。複数のオレフィン原料
供給は、反応の間の反応領域における所望の高い芳香族
化合物のオレフィンに対する比を維持する。
ライザー反応器において反応器のライザー領域および
／または上方流動触媒床領域における芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比を7:1〜20:1、好ましくは10:1
〜15:1に維持するために、複数の原料供給点を経由して
オレフィン原料を実質的に均一に分配できる。
／または上方流動触媒床領域における芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比を7:1〜20:1、好ましくは10:1
〜15:1に維持するために、複数の原料供給点を経由して
オレフィン原料を実質的に均一に分配できる。
ライザー反応器の流動床領域は、使用する場合であれ
ば、５〜30フィート（1.5〜9.1m）、典型的には５〜20
フィート（1.5〜6m）の高さであってよい。流動床の直
径は１〜30フィート（0.3〜9.1m）、典型的には２〜６
フィート（0.6〜1.8m）であってよい。
ば、５〜30フィート（1.5〜9.1m）、典型的には５〜20
フィート（1.5〜6m）の高さであってよい。流動床の直
径は１〜30フィート（0.3〜9.1m）、典型的には２〜６
フィート（0.6〜1.8m）であってよい。
１つまたはそれ以上の内部気−固分離サイクロンまた
は外部焼結金属フィルターにおいて反応領域の頂部希薄
相の炭化水素ガス生成物から触媒粒子が分離される。分
離された触媒の全部または少なくとも一部分はライザー
反応器にリサイクルされる。
は外部焼結金属フィルターにおいて反応領域の頂部希薄
相の炭化水素ガス生成物から触媒粒子が分離される。分
離された触媒の全部または少なくとも一部分はライザー
反応器にリサイクルされる。
アルキル芳香族炭化水素生成物ガスは400〜800゜F（2
04〜427℃）、好ましくは600〜750゜F（315〜399℃）、
より好ましくは650〜750゜F（343〜399℃）で反応器の
頂部から除去され、更に処理される。
04〜427℃）、好ましくは600〜750゜F（315〜399℃）、
より好ましくは650〜750゜F（343〜399℃）で反応器の
頂部から除去され、更に処理される。
本発明におけるゼオライト触媒上での軽質オレフィン
ガス原料の接触改質ガソリン原料との接触により以下の
生成物が生成する。
ガス原料の接触改質ガソリン原料との接触により以下の
生成物が生成する。
軽質オレフィンガス原料のエテンおよびプロペン成分
は、接触改質ガソリン原料のC6−C8芳香族化合物と反応
してこれらをアルキル化し、主としてC7−C11アルキル
芳香族炭化水素を生成し、これらは自体ゼオライト触媒
により転移およびトランスアルキル化することがある。
は、接触改質ガソリン原料のC6−C8芳香族化合物と反応
してこれらをアルキル化し、主としてC7−C11アルキル
芳香族炭化水素を生成し、これらは自体ゼオライト触媒
により転移およびトランスアルキル化することがある。
得られるC7−C11アルキル芳香族炭化水素生成物にはC
1−C4低級アルキル置換芳香族炭化水素、例えばメチ
ル、エチル、プロピルおよびブチルベンゼン化合物が含
まれる。C7−C11アルキル芳香族炭化水素生成物は、上
述の低級アルキル置換基の１つまたはそれ以上を含むこ
とがあるが、それは置換基の炭素原子の総数は５を越え
ることはないことを前提とする。典型的なC7−C11芳香
族炭化水素、即ち、アルキル芳香族炭化水素には、トル
エン、エチルベンゼン、キシレン、メチルエチルベンゼ
ン、プロピルベンゼン、トリメチルベンゼン、メチルプ
ロピルベンゼン、ブチルベンゼン、テトラメチルベンゼ
ン、メチルブチルベンゼンおよびジエチルベンゼンが含
まれる。
1−C4低級アルキル置換芳香族炭化水素、例えばメチ
ル、エチル、プロピルおよびブチルベンゼン化合物が含
まれる。C7−C11アルキル芳香族炭化水素生成物は、上
述の低級アルキル置換基の１つまたはそれ以上を含むこ
とがあるが、それは置換基の炭素原子の総数は５を越え
ることはないことを前提とする。典型的なC7−C11芳香
族炭化水素、即ち、アルキル芳香族炭化水素には、トル
エン、エチルベンゼン、キシレン、メチルエチルベンゼ
ン、プロピルベンゼン、トリメチルベンゼン、メチルプ
ロピルベンゼン、ブチルベンゼン、テトラメチルベンゼ
ン、メチルブチルベンゼンおよびジエチルベンゼンが含
まれる。
C7−C11アルキル芳香族炭化水素は、出発物質より高
いオクタン価を有し、ガソリン配合ストックの総括的な
オクタン品質を良好にする。
いオクタン価を有し、ガソリン配合ストックの総括的な
オクタン品質を良好にする。
アルキル化反応は、主としてオレフィンのオリゴマー
化反応により少量の軽質オレフィン原料を望ましくない
コークス副生物に転化する。このコークスは触媒に付着
し、コークスが形成されると、触媒が部分的に失活す
る。付着コークスおよび吸収した炭化水素を含む部分的
に失活した触媒は、触媒再生領域において触媒を水素含
有ガスと接触させることにより、または酸素含有ガスと
接触させることにより再生できる。
化反応により少量の軽質オレフィン原料を望ましくない
コークス副生物に転化する。このコークスは触媒に付着
し、コークスが形成されると、触媒が部分的に失活す
る。付着コークスおよび吸収した炭化水素を含む部分的
に失活した触媒は、触媒再生領域において触媒を水素含
有ガスと接触させることにより、または酸素含有ガスと
接触させることにより再生できる。
触媒を再生して触媒の孔および空隙に含まれている吸
収した炭化水素生成物回収するために、付着コークスお
よび吸収炭化水素生成物を含む部分的に失活した触媒の
一部分をライザー反応器の上方部分からもしくは（使用
する場合）流動床から連続的または間欠的に取り出して
触媒再生領域に送る。
収した炭化水素生成物回収するために、付着コークスお
よび吸収炭化水素生成物を含む部分的に失活した触媒の
一部分をライザー反応器の上方部分からもしくは（使用
する場合）流動床から連続的または間欠的に取り出して
触媒再生領域に送る。
接触的な（触媒反応による）コークス生成は典型的に
はオレフィン原料の0.005〜１重量％、例えば0.005〜0.
3重量％、より典型的には0.005〜0.1重量％である。本
発明の態様では、コークス生成はオレフィン原料基準で
0.001〜0.025重量％、例えば0.001〜0.02重量％であ
る。
はオレフィン原料の0.005〜１重量％、例えば0.005〜0.
3重量％、より典型的には0.005〜0.1重量％である。本
発明の態様では、コークス生成はオレフィン原料基準で
0.001〜0.025重量％、例えば0.001〜0.02重量％であ
る。
水素再生を実施するために、触媒再生器において部分
的に失活した触媒を接触改質器からの水素ガスと接触さ
せる。ライザー反応器の触媒インベントリー（inventor
y、保持量）の４〜800％/hr、好ましくは10〜200％/h
r、より好ましくは12〜170％/hrを再生のために取り出
す。水素ガスは、触媒を流動床として保持するのに十分
な速度で再生器の底部に供給する。触媒再生領域の温度
は、450〜1400゜F（232〜760℃）、好ましくは700〜120
0゜F（371〜649℃）、より好ましくは700〜1000゜F（37
1〜538℃）で保持する。触媒再生領域の圧力は、一般的
にはライザー反応器とほぼ同じ操作圧力で保持する。し
かしながら、再生器は、より低い圧力、例えばほぼ大気
圧と同じ圧力で操作してよい。再生器における触媒の滞
留時間は、0.1〜１時間、典型的には0.5〜１時間であ
る。
的に失活した触媒を接触改質器からの水素ガスと接触さ
せる。ライザー反応器の触媒インベントリー（inventor
y、保持量）の４〜800％/hr、好ましくは10〜200％/h
r、より好ましくは12〜170％/hrを再生のために取り出
す。水素ガスは、触媒を流動床として保持するのに十分
な速度で再生器の底部に供給する。触媒再生領域の温度
は、450〜1400゜F（232〜760℃）、好ましくは700〜120
0゜F（371〜649℃）、より好ましくは700〜1000゜F（37
1〜538℃）で保持する。触媒再生領域の圧力は、一般的
にはライザー反応器とほぼ同じ操作圧力で保持する。し
かしながら、再生器は、より低い圧力、例えばほぼ大気
圧と同じ圧力で操作してよい。再生器における触媒の滞
留時間は、0.1〜１時間、典型的には0.5〜１時間であ
る。
酸素再生を実施するために、触媒孔に吸収炭化水素生
成物を含む部分的に失活した触媒の一部分をライザー反
応器の上方流動部分、例えば使用するなら、流動床から
連続的または間欠的に取り出し、ストリッピング領域に
送り、そこで不活性ガスにより吸収炭化水素を除去す
る。次に、ストリップされた触媒を触媒再生領域に送
り、そこで空気のような酸素含有ガスを使用するコーク
スの燃焼により付着コークスを酸化的に除去する。典型
的にはライザー反応器の触媒インベントリーの１〜400
％/hr、好ましくは５〜200％/hr、より好ましくは10〜1
50％/hrをストリッピングおよび再生のために取り出
す。
成物を含む部分的に失活した触媒の一部分をライザー反
応器の上方流動部分、例えば使用するなら、流動床から
連続的または間欠的に取り出し、ストリッピング領域に
送り、そこで不活性ガスにより吸収炭化水素を除去す
る。次に、ストリップされた触媒を触媒再生領域に送
り、そこで空気のような酸素含有ガスを使用するコーク
スの燃焼により付着コークスを酸化的に除去する。典型
的にはライザー反応器の触媒インベントリーの１〜400
％/hr、好ましくは５〜200％/hr、より好ましくは10〜1
50％/hrをストリッピングおよび再生のために取り出
す。
部分的に失活した触媒はストリッパーベッセルに送ら
れ、ライザー反応器の温度より10〜200゜F（５〜110
℃）低い温度で流動床としてストリッパーベッセルで保
持される。ストリッパーベッセルは、再生器の圧力のほ
ぼ±20psi（140kPa）以内の圧力で維持される。触媒
は、床を流動化するのに十分な速度で窒素または水蒸気
のような不活性ストリッピングガスを供給することによ
り流動床として保持される。
れ、ライザー反応器の温度より10〜200゜F（５〜110
℃）低い温度で流動床としてストリッパーベッセルで保
持される。ストリッパーベッセルは、再生器の圧力のほ
ぼ±20psi（140kPa）以内の圧力で維持される。触媒
は、床を流動化するのに十分な速度で窒素または水蒸気
のような不活性ストリッピングガスを供給することによ
り流動床として保持される。
ストリッピング領域において部分的に失活した触媒か
ら実質的に全部のアルキル芳香族生成物を除去してこれ
らを回収し、実質的に付着コークスだけが触媒に残るこ
とになる。
ら実質的に全部のアルキル芳香族生成物を除去してこれ
らを回収し、実質的に付着コークスだけが触媒に残るこ
とになる。
ストリッピングされた触媒をストリッピング領域から
取り出して触媒再生領域に送り、そこで触媒を流動床で
保持する。流動床において部分的に失活した触媒は、空
気のような酸素含有再生ガスと接触し、触媒に付着した
コークスが燃焼して触媒からコークスが除去されて触媒
が再生される。好ましい再生ガスは、容易に入手でき、
かつ、低コストであるので約21％の酸素を含む空気であ
る。空気再生ガスを容易に入手できる製油所の源は、FC
C触媒再生装置への空気再生装置からのものである。
取り出して触媒再生領域に送り、そこで触媒を流動床で
保持する。流動床において部分的に失活した触媒は、空
気のような酸素含有再生ガスと接触し、触媒に付着した
コークスが燃焼して触媒からコークスが除去されて触媒
が再生される。好ましい再生ガスは、容易に入手でき、
かつ、低コストであるので約21％の酸素を含む空気であ
る。空気再生ガスを容易に入手できる製油所の源は、FC
C触媒再生装置への空気再生装置からのものである。
再生領域への分配プレートを介して十分に過剰量の酸
素含有再生ガスを再生器の底部に供給し、700〜1000゜F
（371〜538℃）、好ましくは700〜950゜F（371〜510
℃）、より好ましくは800〜900゜F（427〜482℃）の再
生領域の温度を維持し、流動化条件で触媒を保持するの
に十分な流動化ガスを供給する。再生器で冷却コイルを
使用して再生温度のコントロールを助長してよい。再生
領域は、ライザー反応器より高いまたは低い圧力で操作
してよい。再生器の圧力は、30〜450psig（310〜3200pK
a）、例えば30〜200psig（310〜1480pKa）、典型的には
ライザー反応器とほぼ同じ圧力で維持する。触媒粒子
は、１つまたはそれ以上の気−固分離サイクロンにより
再生領域の頂部希薄相でコークスおよび酸化ガスの燃焼
生成物を含む流動化ガスから分離され、分離された触媒
は、再生器に戻される。再生ガス中の過剰の酸素ならび
に二酸化炭素および水を含む燃焼生成物は、流出ガスと
して再生器から除去される。流出ガスは、FCC触媒再生
装置に供給し、そこで過剰の酸素を燃焼させるのが好都
合である。
素含有再生ガスを再生器の底部に供給し、700〜1000゜F
（371〜538℃）、好ましくは700〜950゜F（371〜510
℃）、より好ましくは800〜900゜F（427〜482℃）の再
生領域の温度を維持し、流動化条件で触媒を保持するの
に十分な流動化ガスを供給する。再生器で冷却コイルを
使用して再生温度のコントロールを助長してよい。再生
領域は、ライザー反応器より高いまたは低い圧力で操作
してよい。再生器の圧力は、30〜450psig（310〜3200pK
a）、例えば30〜200psig（310〜1480pKa）、典型的には
ライザー反応器とほぼ同じ圧力で維持する。触媒粒子
は、１つまたはそれ以上の気−固分離サイクロンにより
再生領域の頂部希薄相でコークスおよび酸化ガスの燃焼
生成物を含む流動化ガスから分離され、分離された触媒
は、再生器に戻される。再生ガス中の過剰の酸素ならび
に二酸化炭素および水を含む燃焼生成物は、流出ガスと
して再生器から除去される。流出ガスは、FCC触媒再生
装置に供給し、そこで過剰の酸素を燃焼させるのが好都
合である。
再生触媒は、触媒の重量基準で僅かに0.001〜0.2重量
％、好ましくは0.01〜0.1重量％、より好ましくは0.01
〜0.05重量％の量で残留炭素を含み、再生領域から取り
出されて反応領域に供給され、新しい芳香族化合物およ
びオレフィン原料と接触する。
％、好ましくは0.01〜0.1重量％、より好ましくは0.01
〜0.05重量％の量で残留炭素を含み、再生領域から取り
出されて反応領域に供給され、新しい芳香族化合物およ
びオレフィン原料と接触する。
本発明を添付図面を参照して更に説明する。
第１図は、本発明のアルキル化方法を組み合わせた油
精製の一部分のフローダイヤグラムである。
精製の一部分のフローダイヤグラムである。
第２図は、本発明の１つの例のアルキル化方法を実施
するための装置の模式図を示す。
するための装置の模式図を示す。
第３図は、本発明の別の例のアルキル化方法を実施す
るための装置の模式図を示す。
るための装置の模式図を示す。
第１図を参照すると、図示した精製工程の場合、原油
原料はライン１を経由して原油蒸留装置２に供給され、
異なる沸点範囲を有するフラクションに分離される。C3
−C4軽質炭化水素および原料中に溶解していたガスはラ
イン３を経由してオーベーヘッドから除去され、ガス回
収領域（図示せず）に送られる。軽質の通常は液体の炭
化水素は、軽質留分ナフサストリームとしてライン５を
経由して取り出され、中間留分ストリームはライン６を
経由して取り出され、また、減圧軽油（ガスオイル）ス
トリームはライン７を経由して取り出される。残留する
常圧蒸留残渣油はライン８を経由して取り出され、更に
処理される。
原料はライン１を経由して原油蒸留装置２に供給され、
異なる沸点範囲を有するフラクションに分離される。C3
−C4軽質炭化水素および原料中に溶解していたガスはラ
イン３を経由してオーベーヘッドから除去され、ガス回
収領域（図示せず）に送られる。軽質の通常は液体の炭
化水素は、軽質留分ナフサストリームとしてライン５を
経由して取り出され、中間留分ストリームはライン６を
経由して取り出され、また、減圧軽油（ガスオイル）ス
トリームはライン７を経由して取り出される。残留する
常圧蒸留残渣油はライン８を経由して取り出され、更に
処理される。
ナフサフラクションおよび中間留分フラクションは、
それぞれ水素化処理領域９および10に送られる。中間留
分水素化ストリームはライン11に取り出されるが、ケロ
シン沸点範囲の炭化水素である。水素化ナフサストリー
ムはライン12を経由して改質器13に送られ、そこで接触
改質されてC6−C8芳香族炭化水素およびC6＋パラフィン
炭化水素ならびに水素を含む改質ガソリンを生成する。
水素はオーバーヘッドでライン14に副生物として除去さ
れる。接触改質ガソリンはライン15を経由して分離（蒸
留）塔またはスプリッター16に送られ、そこでC6＋パラ
フィン炭化水素の一部分はライン23を経由して除去さ
れ、ガソリン生成物プールに供給してよい。C6−C8芳香
族炭化水素、特にベンゼン、残留する未分離C6＋パラフ
ィン性炭化水素および存在し得るC6−パラフィン性炭化
水素を含む残りの改質ガソリンは、分離塔16からライン
17を経由してライザー反応器29に供給される。従って、
分離塔16は、反応器29に供給されるC6−C8軽質芳香族炭
化水素ストリームの量および組成をコントロールするよ
うに機能する。
それぞれ水素化処理領域９および10に送られる。中間留
分水素化ストリームはライン11に取り出されるが、ケロ
シン沸点範囲の炭化水素である。水素化ナフサストリー
ムはライン12を経由して改質器13に送られ、そこで接触
改質されてC6−C8芳香族炭化水素およびC6＋パラフィン
炭化水素ならびに水素を含む改質ガソリンを生成する。
水素はオーバーヘッドでライン14に副生物として除去さ
れる。接触改質ガソリンはライン15を経由して分離（蒸
留）塔またはスプリッター16に送られ、そこでC6＋パラ
フィン炭化水素の一部分はライン23を経由して除去さ
れ、ガソリン生成物プールに供給してよい。C6−C8芳香
族炭化水素、特にベンゼン、残留する未分離C6＋パラフ
ィン性炭化水素および存在し得るC6−パラフィン性炭化
水素を含む残りの改質ガソリンは、分離塔16からライン
17を経由してライザー反応器29に供給される。従って、
分離塔16は、反応器29に供給されるC6−C8軽質芳香族炭
化水素ストリームの量および組成をコントロールするよ
うに機能する。
別法では、特に軽質の改質ガソリンストリームの場
合、分離工程を省略して、改質ガソリン流出物ストリー
ム全体をライザー反応器29に直接供給してよい。
合、分離工程を省略して、改質ガソリン流出物ストリー
ム全体をライザー反応器29に直接供給してよい。
ライン７を経由して取り出される減圧軽油は、分離塔
19を含む流動床接触分解領域18に送られる。分離塔19の
オーバーヘッド気相ストリームは、ライン20に取り出さ
れ、圧縮機20aで圧縮され、凝縮器21で凝縮され、その
後、レシーバー（受容器）22に送られる。レシーバー22
に集められた凝集物はライン24を経由して第１吸収器25
に送られる。C4−オレフィンを含むレシーバー22の未凝
縮ガスはオーバーヘッドでライン26を経由して第１吸収
器25に供給される。別法では、C4−オレフィンを含むレ
シーバー22の未凝縮ガスをライン26、26aおよび28を経
由して直接ライザー反応器29に供給してよい。流動接触
分解器の分離塔19から液体ストリームがライン27を経由
して取り出され、熱交換器27aで冷却され、第１吸収器2
5の頂部に供給される。C4−オレフィンを含むオーバー
ヘッドガスストリームが吸収器25からライン28に取り出
され、ライン28aおよび28bを経由してゼオライト触媒ラ
イザー反応器29に供給され、そこでライン17を経由して
供給されるC6−C8芳香族化合物を含む接触改質ガソリン
と接触する。
19を含む流動床接触分解領域18に送られる。分離塔19の
オーバーヘッド気相ストリームは、ライン20に取り出さ
れ、圧縮機20aで圧縮され、凝縮器21で凝縮され、その
後、レシーバー（受容器）22に送られる。レシーバー22
に集められた凝集物はライン24を経由して第１吸収器25
に送られる。C4−オレフィンを含むレシーバー22の未凝
縮ガスはオーバーヘッドでライン26を経由して第１吸収
器25に供給される。別法では、C4−オレフィンを含むレ
シーバー22の未凝縮ガスをライン26、26aおよび28を経
由して直接ライザー反応器29に供給してよい。流動接触
分解器の分離塔19から液体ストリームがライン27を経由
して取り出され、熱交換器27aで冷却され、第１吸収器2
5の頂部に供給される。C4−オレフィンを含むオーバー
ヘッドガスストリームが吸収器25からライン28に取り出
され、ライン28aおよび28bを経由してゼオライト触媒ラ
イザー反応器29に供給され、そこでライン17を経由して
供給されるC6−C8芳香族化合物を含む接触改質ガソリン
と接触する。
C5＋ガソリン生成物を含む第１吸収器25からのボトム
ライン30は、図示しない手段により脱ブタンされて処理
され、ガソリン生成物プールに供給される。
ライン30は、図示しない手段により脱ブタンされて処理
され、ガソリン生成物プールに供給される。
ライン28、28aおよび28のC4−原料中のエテンおよび
プロペンは、ライザー反応器29でC6−C8芳香族化合物と
接触して、芳香族化合物をアルキル化してアルキル芳香
族炭化水素ガソリン生成物を生成する。ライザー反応器
29の生成物は、ライン31を経由して反応領域から取り出
され、分離器32に送られる。分離器32からのオーバーヘ
ッド気体生成物はライン38を経由して吸収器33に供給さ
れ、ライン34を経由して供給される適当な吸収オイルと
接触し、C3＋炭化水素および吸収オイルがライン35を経
由して取り出される。吸収器33からのオーバーヘッドラ
イン36はC3−炭化水素を含む。ライン35の吸収オイルお
よびC3＋炭化水素は処理されてC3＋炭化水素が分離さ
れ、吸収オイルがリサイクルされる。分離器32からのボ
トム（缶出物）は,C5＋炭化水素およびC7−C11アルキル
芳香族炭化水素ガソリン生成物を含んで成るが、ライン
37を経由して取り出され、脱ブタン器40に送られ、そこ
からオーバーヘッドC4ガスストリームがライン41を経由
して除去される。脱ブタンされたアルキル化芳香族炭化
水素ガソリン生成物はライン42を経由して取り出され、
ガソリン生成物プールに送られる。
プロペンは、ライザー反応器29でC6−C8芳香族化合物と
接触して、芳香族化合物をアルキル化してアルキル芳香
族炭化水素ガソリン生成物を生成する。ライザー反応器
29の生成物は、ライン31を経由して反応領域から取り出
され、分離器32に送られる。分離器32からのオーバーヘ
ッド気体生成物はライン38を経由して吸収器33に供給さ
れ、ライン34を経由して供給される適当な吸収オイルと
接触し、C3＋炭化水素および吸収オイルがライン35を経
由して取り出される。吸収器33からのオーバーヘッドラ
イン36はC3−炭化水素を含む。ライン35の吸収オイルお
よびC3＋炭化水素は処理されてC3＋炭化水素が分離さ
れ、吸収オイルがリサイクルされる。分離器32からのボ
トム（缶出物）は,C5＋炭化水素およびC7−C11アルキル
芳香族炭化水素ガソリン生成物を含んで成るが、ライン
37を経由して取り出され、脱ブタン器40に送られ、そこ
からオーバーヘッドC4ガスストリームがライン41を経由
して除去される。脱ブタンされたアルキル化芳香族炭化
水素ガソリン生成物はライン42を経由して取り出され、
ガソリン生成物プールに送られる。
第２図を参照すると、１つの好ましい例において、C6
−C8芳香族改質ガソリンフラクションは、スプリッター
16からライン17、ポンプ101および熱交換器102を経由し
て取り出され、ライザー反応器29の底部の分配プレート
105に供給される。熱交換器102は、C6−C8改質ガソリン
をライザー反応器に供給する前にこれを予熱する。C5パ
ラフィンストリームをライン103およびバルブ手段104を
経由して取り出して、ガソリンプールに送ってよい。C5
パラフィンの残りをライン104aを経由してスプリッター
16にリサイクルしてよい。
−C8芳香族改質ガソリンフラクションは、スプリッター
16からライン17、ポンプ101および熱交換器102を経由し
て取り出され、ライザー反応器29の底部の分配プレート
105に供給される。熱交換器102は、C6−C8改質ガソリン
をライザー反応器に供給する前にこれを予熱する。C5パ
ラフィンストリームをライン103およびバルブ手段104を
経由して取り出して、ガソリンプールに送ってよい。C5
パラフィンの残りをライン104aを経由してスプリッター
16にリサイクルしてよい。
ライン28のC4−軽質オレフィン燃料ガス（fuel gas）
をライン28a、ライン28bおよびライン28cとして３つの
部分に分離する。燃料ガスの20〜50％をライン28aを経
由して供給し、ライン17のC6−C8改質ガソリン原料と混
合し、ライザー反応器の底部にある分配プレート105に
供給する。燃料ガス原料の20〜40％を反応器のライザー
領域の高さの中間点にてライン28bを経由して供給し、
燃料ガス原料の残っている20〜40％を反応器のライザー
領域の高さの上方点にてライン28cおよび上方流動触媒
床領域のライン28dを経由して供給する。C4−燃料ガス
原料は、反応の間、反応器のライザー領域ならびに上方
流動触媒床領域においてC6−C8芳香族化合物の燃料ガス
原料中のC2およびC3に対する重量比が12:1〜15:1に保持
されるような方法で、ライン28a、ライン28b、ライン28
cおよびライン28dを経由して分配される。
をライン28a、ライン28bおよびライン28cとして３つの
部分に分離する。燃料ガスの20〜50％をライン28aを経
由して供給し、ライン17のC6−C8改質ガソリン原料と混
合し、ライザー反応器の底部にある分配プレート105に
供給する。燃料ガス原料の20〜40％を反応器のライザー
領域の高さの中間点にてライン28bを経由して供給し、
燃料ガス原料の残っている20〜40％を反応器のライザー
領域の高さの上方点にてライン28cおよび上方流動触媒
床領域のライン28dを経由して供給する。C4−燃料ガス
原料は、反応の間、反応器のライザー領域ならびに上方
流動触媒床領域においてC6−C8芳香族化合物の燃料ガス
原料中のC2およびC3に対する重量比が12:1〜15:1に保持
されるような方法で、ライン28a、ライン28b、ライン28
cおよびライン28dを経由して分配される。
C6−C8芳香族化合物およびC4−燃料ガスは、触媒戻り
ライン106および流量コントロール手段107を経由してラ
イザー反応器29の底部に供給される再生されたZSM−５
触媒および触媒リサイクルライン112を経由して供給さ
れるリサイクル触媒と接触する。再生されたおよびリサ
イクルされる触媒は、反応器のライザー領域108で上方
流動触媒床領域109に持ち上げられる。C6−C8芳香族化
合物、C4−燃料ガスおよびアルキル芳香族生成物は、反
応器のライザー領域における触媒のリフトガスとして作
用する。
ライン106および流量コントロール手段107を経由してラ
イザー反応器29の底部に供給される再生されたZSM−５
触媒および触媒リサイクルライン112を経由して供給さ
れるリサイクル触媒と接触する。再生されたおよびリサ
イクルされる触媒は、反応器のライザー領域108で上方
流動触媒床領域109に持ち上げられる。C6−C8芳香族化
合物、C4−燃料ガスおよびアルキル芳香族生成物は、反
応器のライザー領域における触媒のリフトガスとして作
用する。
アルキル化反応は、600〜700゜F（315〜371℃）の温
度および150〜250psig（1135〜1825kPa）の圧力で主と
してライザー領域108において実施される。
度および150〜250psig（1135〜1825kPa）の圧力で主と
してライザー領域108において実施される。
反応熱は、冷たいまたは部分的にのみ予熱された改質
ガソリンおよび冷たいまたは部分的にのみ予熱されたC4
−燃料ガス原料を使用することにより、反応領域から部
分的または完全に除去できる。
ガソリンおよび冷たいまたは部分的にのみ予熱されたC4
−燃料ガス原料を使用することにより、反応領域から部
分的または完全に除去できる。
反応器のライザー領域における輸送ガス速度は10〜20
フィート／秒（３〜6m/sec）である。希薄固体ガス相は
反応器の頂部から取り出され、焼結金属フィルターを有
する気−固分離領域111に送られ、そこで固体触媒粒子
は炭化水素ガスから分離される。分離された触媒粒子の
全部または少なくとも一部分は、触媒リサイクルライン
112を経由してライザー反応器の底部に戻され、触媒戻
りライン106を経由して供給される再生触媒と混合され
る。分離された炭化水素生成物はライン113を経由して
取り出され、分離ベッセル114に供給される。アルキル
芳香族生成物を含むC5＋ガソリン炭化水素ストリームは
ライン115を経由して取り出される。C4−炭化水素を含
むオーバーヘッドストリームは、ライン116を経由して
取り出され、FCCスポンジ（sponge）吸収器に供給され
る。
フィート／秒（３〜6m/sec）である。希薄固体ガス相は
反応器の頂部から取り出され、焼結金属フィルターを有
する気−固分離領域111に送られ、そこで固体触媒粒子
は炭化水素ガスから分離される。分離された触媒粒子の
全部または少なくとも一部分は、触媒リサイクルライン
112を経由してライザー反応器の底部に戻され、触媒戻
りライン106を経由して供給される再生触媒と混合され
る。分離された炭化水素生成物はライン113を経由して
取り出され、分離ベッセル114に供給される。アルキル
芳香族生成物を含むC5＋ガソリン炭化水素ストリームは
ライン115を経由して取り出される。C4−炭化水素を含
むオーバーヘッドストリームは、ライン116を経由して
取り出され、FCCスポンジ（sponge）吸収器に供給され
る。
改質ガソリン原料および燃料ガス原料のライザー反応
器における滞留時間は３〜７秒である。
器における滞留時間は３〜７秒である。
この例では、部分的に失活した触媒の再生は水素によ
り行われる。従って、触媒インベントリーの12〜170％/
hrが反応器の上方流動床領域から連続的に取り出され、
触媒出口手段117によりバルブコントロール手段118を経
由して触媒再生器119に送られる。ライン117の部分的に
失活した触媒は、改質器13からライン120を経由して供
給される水素再生ガスに同伴され、ライザー121を経由
して再生器ベッセル119の上方部分に輸送される。水素
再生ガスの主要部はライン122および分配器プレート123
を経由して再生器119に供給され、流動床124で触媒の流
動化が行われる。十分量の水素再生ガスが再生器に供給
され、触媒が流動床として維持される。
り行われる。従って、触媒インベントリーの12〜170％/
hrが反応器の上方流動床領域から連続的に取り出され、
触媒出口手段117によりバルブコントロール手段118を経
由して触媒再生器119に送られる。ライン117の部分的に
失活した触媒は、改質器13からライン120を経由して供
給される水素再生ガスに同伴され、ライザー121を経由
して再生器ベッセル119の上方部分に輸送される。水素
再生ガスの主要部はライン122および分配器プレート123
を経由して再生器119に供給され、流動床124で触媒の流
動化が行われる。十分量の水素再生ガスが再生器に供給
され、触媒が流動床として維持される。
再生器は、700〜1200゜F（371〜649℃）の温度および
ライザー反応器とほぼ同じ圧力で維持される。
ライザー反応器とほぼ同じ圧力で維持される。
ストリップされた炭化水素および水素化されたコーク
ス化炭化水素はライン125を経由して再生器119から除去
され、分離および追加の処理のために取り出される。別
法では、取り出された炭化水素の全部または一部分をラ
イン126を経由してライザー反応器に戻してよい。再生
器の希薄相127の触媒粒子は、サイクロン分離器28で流
動化ガスから分離され、ジップレッグ129を経由して再
生領域に戻される。
ス化炭化水素はライン125を経由して再生器119から除去
され、分離および追加の処理のために取り出される。別
法では、取り出された炭化水素の全部または一部分をラ
イン126を経由してライザー反応器に戻してよい。再生
器の希薄相127の触媒粒子は、サイクロン分離器28で流
動化ガスから分離され、ジップレッグ129を経由して再
生領域に戻される。
再生器からの流出ガスを処理して、水素再生ガスを炭
化水素生成物から分離してよく、分離された水素を再生
器にリサイクルするか、あるいは回収してよい。
化水素生成物から分離してよく、分離された水素を再生
器にリサイクルするか、あるいは回収してよい。
わずかに少量の残留炭素を含む再生された触媒は、触
媒取り出しライン106およびバルブコントロール手段107
を経由して再生器から取り出され、ライザー反応器29の
底部に供給され、新しい改質ガソリンおよび燃料ガス原
料と接触する。
媒取り出しライン106およびバルブコントロール手段107
を経由して再生器から取り出され、ライザー反応器29の
底部に供給され、新しい改質ガソリンおよび燃料ガス原
料と接触する。
第３図において、本発明の別の例のライザー反応器の
構成および操作は第２図の例の場合と同様である。しか
しながら、第３図の例では、部分的に失活した触媒の再
生は酸素により行われる。従って、触媒インベントリー
の５〜150％/hrが反応器の上方流動床領域から連続的に
取り出され、バルブコントロール手段131を経由して触
媒出口手段130により触媒ストリッパーベッセル132に送
られる。
構成および操作は第２図の例の場合と同様である。しか
しながら、第３図の例では、部分的に失活した触媒の再
生は酸素により行われる。従って、触媒インベントリー
の５〜150％/hrが反応器の上方流動床領域から連続的に
取り出され、バルブコントロール手段131を経由して触
媒出口手段130により触媒ストリッパーベッセル132に送
られる。
部分的に失活した触媒は、再生器の出力の約±20psi
内の圧力でストリッパー領域133において流動床として
維持され、窒素のような不活性ストリッピングガスと接
触する。窒素ストリッピングガスは、ストリッピング領
域133で流動床を維持するのに十分な速度でライン134お
よび分配プレート135を経由してストリッピング領域の
底部に供給される。ストリッピング領域において、部分
的に失活した触媒から、実質的に全部の炭化水素生成物
が除去され、実質的に付着コークスだけが触媒上に残
る。ストリップされた炭化水素生成物は、炭化水素の回
収のために出口ライン136および137を経由して反応器に
戻される。
内の圧力でストリッパー領域133において流動床として
維持され、窒素のような不活性ストリッピングガスと接
触する。窒素ストリッピングガスは、ストリッピング領
域133で流動床を維持するのに十分な速度でライン134お
よび分配プレート135を経由してストリッピング領域の
底部に供給される。ストリッピング領域において、部分
的に失活した触媒から、実質的に全部の炭化水素生成物
が除去され、実質的に付着コークスだけが触媒上に残
る。ストリップされた炭化水素生成物は、炭化水素の回
収のために出口ライン136および137を経由して反応器に
戻される。
付着コークスを含むストリップされた触媒は、ストリ
ップ触媒出口ライン138およびバルブコントロール手段1
39を経由してストリッピング領域から取り出される。ス
トリップされた触媒は、ライン140を経由して供給され
る空気再生ガスに同伴され、ライザー141を経由して再
生器ベッセル142の上方部分に送られる。再生ガスの大
部分は、ライン143および分配器プレート144を経由して
再生器142に供給され、再生領域の流動床145でストリッ
プされた触媒が流動化される。
ップ触媒出口ライン138およびバルブコントロール手段1
39を経由してストリッピング領域から取り出される。ス
トリップされた触媒は、ライン140を経由して供給され
る空気再生ガスに同伴され、ライザー141を経由して再
生器ベッセル142の上方部分に送られる。再生ガスの大
部分は、ライン143および分配器プレート144を経由して
再生器142に供給され、再生領域の流動床145でストリッ
プされた触媒が流動化される。
ストリップされた部分的に失活した触媒は、再生器14
2の流動床で空気のような酸素含有ガスと接触し、コー
クスが燃焼し、触媒からコークスが除去されて触媒が再
生される。十分量の酸素含有再生ガスがライン143およ
び分配プレート144を経由して再生領域に供給され、触
媒が流動床として維持される。流動床の温度は、再生領
域に供給される酸素含有ガスの量をコントロールするこ
とにより800〜900゜F（427〜482℃）に維持される。再
生器の圧力は、ライザー反応器の圧力とほぼ同じであ
る。再生ガスは、FCC触媒再生器への空気再生ガス原料
から供給してよい。
2の流動床で空気のような酸素含有ガスと接触し、コー
クスが燃焼し、触媒からコークスが除去されて触媒が再
生される。十分量の酸素含有再生ガスがライン143およ
び分配プレート144を経由して再生領域に供給され、触
媒が流動床として維持される。流動床の温度は、再生領
域に供給される酸素含有ガスの量をコントロールするこ
とにより800〜900゜F（427〜482℃）に維持される。再
生器の圧力は、ライザー反応器の圧力とほぼ同じであ
る。再生ガスは、FCC触媒再生器への空気再生ガス原料
から供給してよい。
触媒粒子は、サイクロン分離器147において再生器の
頂部希薄相146のコークスおよび酸化ガスの燃焼生成物
を含む流動化ガスから分離される。分離された触媒は、
ジップレッグ148を経由して再生領域に戻される。再生
燃焼ガスおよび過剰の酸素を含む流出ガスは出口ライン
149を経由して再生器から取り出され、FCC触媒再生器に
供給し、そこで過剰の酸素を燃焼させるの好都合であ
る。
頂部希薄相146のコークスおよび酸化ガスの燃焼生成物
を含む流動化ガスから分離される。分離された触媒は、
ジップレッグ148を経由して再生領域に戻される。再生
燃焼ガスおよび過剰の酸素を含む流出ガスは出口ライン
149を経由して再生器から取り出され、FCC触媒再生器に
供給し、そこで過剰の酸素を燃焼させるの好都合であ
る。
酸素再生領域における触媒の滞留時間は20〜180分で
ある。僅かに少量の残留炭素、典型的には触媒の重量基
準で0.05重量％以下、例えば約0.01〜0.05重量％を含む
再生触媒を触媒取り出しライン106およびバルブコント
ロール手段107を経由して取り出し、ライザー反応器29
の底部に供給し、新しい改質ガソリンおよび燃料ガス原
料と接触させる。
ある。僅かに少量の残留炭素、典型的には触媒の重量基
準で0.05重量％以下、例えば約0.01〜0.05重量％を含む
再生触媒を触媒取り出しライン106およびバルブコント
ロール手段107を経由して取り出し、ライザー反応器29
の底部に供給し、新しい改質ガソリンおよび燃料ガス原
料と接触させる。
ストリップされた炭化水素をライザー反応器29に供給
する前に、ライン136のストリップされた炭化水素を処
理して分離し、窒素をストリッピング領域にリサイクル
してよい。別法では、ストリップされた炭化水素を別に
処理して窒素および炭化水素を回収してよい。
する前に、ライン136のストリップされた炭化水素を処
理して分離し、窒素をストリッピング領域にリサイクル
してよい。別法では、ストリップされた炭化水素を別に
処理して窒素および炭化水素を回収してよい。
本発明の以下の実施例により更に説明する。
実施例 本発明の第２図の態様の装置および方法を使用して流
動床ライザー反応器においてプロセスを実施する。平均
定常状態アルファ値が510のＨ−ZSM5を使用する。反応
器のライザー領域の温度は約850゜F（454℃）であり、
圧力は約150psig（1135kPa）である。オレフィン原料
を、ライザー反応器の高さに沿って間隔をあけた３つの
供給点を経由して供給する。オレフィン原料は、反応器
のライザー領域における芳香族化合物のオレフィンに対
する重量比を7:1に維持するように３つの供給点を経由
して分配する。
動床ライザー反応器においてプロセスを実施する。平均
定常状態アルファ値が510のＨ−ZSM5を使用する。反応
器のライザー領域の温度は約850゜F（454℃）であり、
圧力は約150psig（1135kPa）である。オレフィン原料
を、ライザー反応器の高さに沿って間隔をあけた３つの
供給点を経由して供給する。オレフィン原料は、反応器
のライザー領域における芳香族化合物のオレフィンに対
する重量比を7:1に維持するように３つの供給点を経由
して分配する。
オレフィンおよび改質ガソリン原料ストリームの組成
を以下の第３表に示す。
を以下の第３表に示す。
尚、添付の請求の範囲の第１項に記載の発明の特に好
ましい態様には以下のものが含まれる： 1.接触を50〜800゜F（260〜427℃）の温度および120〜4
20psig（930〜3000kPa）の圧力で実施する態様。
ましい態様には以下のものが含まれる： 1.接触を50〜800゜F（260〜427℃）の温度および120〜4
20psig（930〜3000kPa）の圧力で実施する態様。
2.ゼオライト触媒はZSM−５を含んで成る態様。
3.ライザー反応器から触媒の一部分を取り出し、700〜1
200゜F（371〜649℃）の温度において再生領域で水素と
取り出した触媒を接触させて、吸収した炭化水素生成物
をストリップし、触媒からコークスを除去し、また、触
媒を再生し、その後、再生した触媒をライザー反応器に
戻すことを更に含んで成る態様。
200゜F（371〜649℃）の温度において再生領域で水素と
取り出した触媒を接触させて、吸収した炭化水素生成物
をストリップし、触媒からコークスを除去し、また、触
媒を再生し、その後、再生した触媒をライザー反応器に
戻すことを更に含んで成る態様。
4.ライザー反応器から触媒の一部分を取り出し、触媒ス
トリッピング領域において取り出した触媒を不活性スト
リッピングガスと接触させて触媒から吸収した炭化水素
生成物をストリップし、次に、触媒を再生領域に送り、
そこで700〜950゜F（371〜510℃）の温度で触媒を酸素
含有ガスと接触させて触媒からコークスを除去して触媒
を再生し、再生した触媒をライザー反応器に戻すことを
更に含んで成る態様。
トリッピング領域において取り出した触媒を不活性スト
リッピングガスと接触させて触媒から吸収した炭化水素
生成物をストリップし、次に、触媒を再生領域に送り、
そこで700〜950゜F（371〜510℃）の温度で触媒を酸素
含有ガスと接触させて触媒からコークスを除去して触媒
を再生し、再生した触媒をライザー反応器に戻すことを
更に含んで成る態様。
比較のため、オレフィン原料の全部をライザー反応器
の底部に供給し、改質ガソリン原料と混合した以外は、
この方法を繰り返した。オレフィン原料の単一供給点の
結果、反応器のライザー領域における芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比は3.5:1である。
の底部に供給し、改質ガソリン原料と混合した以外は、
この方法を繰り返した。オレフィン原料の単一供給点の
結果、反応器のライザー領域における芳香族化合物のオ
レフィンに対する重量比は3.5:1である。
各ケースにおける流出炭化水素ガスストリームを分析
し、得られた結果を以下の第４表に示す。
し、得られた結果を以下の第４表に示す。
上記データは、ライザー反応器において複数オレフィ
ン原料供給を採用して芳香族化合物のオレフィン原料に
対する重量比を大きく維持することによる、芳香族炭化
水素の転化率の増加およびオレフィン炭化水素のアルキ
ル芳香族炭化水素への転化率の増加ならびにコークス生
成の実質的な減少を示す。
ン原料供給を採用して芳香族化合物のオレフィン原料に
対する重量比を大きく維持することによる、芳香族炭化
水素の転化率の増加およびオレフィン炭化水素のアルキ
ル芳香族炭化水素への転化率の増加ならびにコークス生
成の実質的な減少を示す。
フロントページの続き (72)発明者 オウエン、ハートレイ アメリカ合衆国 08502 ニュージャー ジー、ベル・ミード、リバービュー・テ ラス ５番 (56)参考文献 特開 平１−199920（ＪＰ，Ａ) 特開 昭57−95922（ＪＰ，Ａ) 特開 昭63−84632（ＪＰ，Ａ) (58)調査した分野(Int.Cl.6，ＤＢ名) C07C 15/02,2/70 C10G 35/06
Claims (6)
- 【請求項１】複数のC4−オレフィン原料供給点を有する
ライザー反応器において流動化ゼオライト触媒の存在
下、C4−オレフィンを含んで成る原料ストリームをC6−
C8芳香族炭化水素を含んで成る原料ストリームと少なく
とも5:1の芳香族炭化水素対オレフィン重量比にて接触
させて、C6−C8芳香族炭化水素をC4−オレフィンにより
アルキル化して必要なアルキル芳香族炭化水素生成物を
生成することを含んで成る、アルキル芳香族生成物の製
造方法。 - 【請求項２】ライザー反応器は下方ライザー領域および
上方流動化触媒床領域を有して成り、複数のオレフィン
原料供給点は反応器のライザー領域の高さに沿って、あ
るいはライザー領域および上方流動化触媒床領域の高さ
に沿って離れている請求の範囲第１項記載の方法。 - 【請求項３】C4−オレフィン性原料ストリームおよびC6
−C8芳香族炭化水素原料ストリームの接触を350〜900℃
（177〜482℃）の温度および20〜650psig（240〜4580kP
a）の圧力で実施する請求の範囲第１項記載の方法。 - 【請求項４】ゼオライト触媒は、少なくとも12のシリカ
のアルミナに対するモル比および１〜12の拘束指数を有
するゼオライトを含んで成る請求の範囲第１項記載の方
法。 - 【請求項５】C4−炭化水素原料ストリームは、８〜50重
量％のエテンおよび３〜50重量％のプロペンを含んで成
り、芳香族原料ストリームは10〜95重量％のC6−C8芳香
族化合物を含んで成る請求の範囲第１項記載の方法。 - 【請求項６】芳香族炭化水素のオレフィンに対する重量
比が10:1〜15:1である請求の範囲第１項記載の方法。
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US07/325,736 US4992607A (en) | 1989-03-20 | 1989-03-20 | Petroleum refinery process and apparatus for the production of alkyl aromatic hydrocarbons from fuel gas and catalytic reformate |
| US325,736 | 1989-03-20 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH03504732A JPH03504732A (ja) | 1991-10-17 |
| JP2866195B2 true JP2866195B2 (ja) | 1999-03-08 |
Family
ID=23269213
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP2505846A Expired - Lifetime JP2866195B2 (ja) | 1989-03-20 | 1990-03-19 | アルキル芳香族炭化水素の製造方法 |
Country Status (6)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4992607A (ja) |
| EP (1) | EP0418370B1 (ja) |
| JP (1) | JP2866195B2 (ja) |
| CA (1) | CA2027573A1 (ja) |
| DE (1) | DE69014510T2 (ja) |
| WO (1) | WO1990011266A1 (ja) |
Families Citing this family (39)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US5545788A (en) * | 1991-06-19 | 1996-08-13 | Mobil Oil Corporation | Process for the alkylation of benzene-rich reformate using MCM-49 |
| US5482617A (en) * | 1993-03-08 | 1996-01-09 | Mobil Oil Corporation | Desulfurization of hydrocarbon streams |
| US5414172A (en) * | 1993-03-08 | 1995-05-09 | Mobil Oil Corporation | Naphtha upgrading |
| US5401391A (en) * | 1993-03-08 | 1995-03-28 | Mobil Oil Corporation | Desulfurization of hydrocarbon streams |
| ES2144049T3 (es) * | 1993-03-08 | 2000-06-01 | Mobil Oil Corp | Reduccion de benceno en gasolina mediante alquilacion con olefinas superiores. |
| US5336820A (en) * | 1993-08-11 | 1994-08-09 | Mobil Oil Corporation | Process for the alkylation of benzene-rich gasoline |
| CN1043036C (zh) * | 1994-05-24 | 1999-04-21 | 中国石油化工总公司 | 芳烃烷基化方法及其所用液固循环流化床设备 |
| US5865987A (en) * | 1995-07-07 | 1999-02-02 | Mobil Oil | Benzene conversion in an improved gasoline upgrading process |
| US5955642A (en) * | 1996-10-30 | 1999-09-21 | Fina Technology, Inc. | Gas phase alkylation-liquid transalkylation process |
| US6642426B1 (en) * | 1998-10-05 | 2003-11-04 | David L. Johnson | Fluid-bed aromatics alkylation with staged injection of alkylating agents |
| CN1163580C (zh) | 1998-12-28 | 2004-08-25 | 花王株式会社 | 表面活性剂载体颗粒的制造方法 |
| AU3122600A (en) * | 1998-12-29 | 2000-07-31 | Mobil Oil Corporation | Cetane upgrading via aromatic alkylation |
| US6525234B1 (en) * | 2000-11-21 | 2003-02-25 | Exxonmobil Oil Corporation | Process for liquid phase aromatics alkylation comprising in-situ catalyst reactivation with polar compounds |
| FI118517B (fi) * | 2003-03-14 | 2007-12-14 | Neste Oil Oyj | Menetelmä katalyyttien regeneroimiseksi |
| US20050000855A1 (en) * | 2003-07-03 | 2005-01-06 | Farrell John T. | Hydrocarbon fuel with improved laminar burning velocity and method of making |
| FR2860002B1 (fr) * | 2003-09-19 | 2007-10-12 | Inst Francais Du Petrole | Methode de formulation de gazoles synthetiques ou d'additifs pour gazole |
| GB2411851A (en) * | 2004-03-10 | 2005-09-14 | Uop Llc | Process for upgrading FCC product with additional reactor |
| US7423191B2 (en) * | 2004-12-16 | 2008-09-09 | Uop Llc | Method and system for catalytically converting oxygenates and regenerating and stripping catalyst |
| US7790943B2 (en) * | 2006-06-27 | 2010-09-07 | Amt International, Inc. | Integrated process for removing benzene from gasoline and producing cyclohexane |
| US7692052B2 (en) * | 2006-12-29 | 2010-04-06 | Uop Llc | Multi-zone process for the production of xylene compounds |
| US8395006B2 (en) * | 2009-03-13 | 2013-03-12 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Process for making high octane gasoline with reduced benzene content by benzene alkylation at high benzene conversion |
| CN102295954B (zh) * | 2010-06-25 | 2013-11-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种逆流移动床重整工艺装置及其催化剂输送方法 |
| EP2471895B1 (en) | 2011-01-04 | 2016-03-09 | Phillips 66 Company | Process to partially upgrade slurry oil |
| WO2017105869A1 (en) | 2015-12-16 | 2017-06-22 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Methods for upgrading olefin-containing feeds |
| CN108473883A (zh) | 2015-12-30 | 2018-08-31 | 环球油品公司 | 使用脂族化合物裂解反应器改进烯烃和btx生产 |
| WO2017127288A1 (en) | 2016-01-19 | 2017-07-27 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Naphtha production from refinery fuel gas |
| US20180170823A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for converting methanol to gasoline |
| US20180169602A1 (en) * | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Upgrading hydrocarbons using stoichiometric or below stoichiometric air for catalyst regeneration |
| WO2018111541A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Process for improving gasoline quality from cracked naphtha |
| US10626338B2 (en) | 2016-12-15 | 2020-04-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for converting heavy oil to gasoline |
| WO2018111544A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Upgrading fuel gas using stoichiometric air for catalyst regeneration |
| WO2018111540A1 (en) | 2016-12-15 | 2018-06-21 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Efficient process for upgrading paraffins to gasoline |
| US10400177B2 (en) | 2017-11-14 | 2019-09-03 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Fluidized coking with increased production of liquids |
| US10407631B2 (en) | 2017-11-14 | 2019-09-10 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Gasification with enriched oxygen for production of synthesis gas |
| CN114502268A (zh) * | 2019-07-31 | 2022-05-13 | 沙特基础全球技术有限公司 | 高密度流化床系统热平衡 |
| US11591527B2 (en) | 2019-10-22 | 2023-02-28 | ExxonMobil Technology and Engineering Company | Processes for producing high octane reformate having high C5+ yield |
| US11078133B2 (en) * | 2019-12-06 | 2021-08-03 | Uop Llc | Aromatic alkylation process |
| EP4063468A1 (en) * | 2021-03-25 | 2022-09-28 | Indian Oil Corporation Limited | A process for enhancement of ron of fcc gasoline with simultaneous reduction in benzene |
| BR102021007444A2 (pt) * | 2021-04-19 | 2022-10-25 | Petróleo Brasileiro S.A. - Petrobras | Processo para a obtenção de alquil-naftênicos |
Family Cites Families (17)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| GB1273252A (en) * | 1968-07-09 | 1972-05-03 | Shell Int Research | Alkylation of aromatic compounds |
| US3729409A (en) * | 1970-12-24 | 1973-04-24 | Mobil Oil Corp | Hydrocarbon conversion |
| US3755483A (en) * | 1972-04-28 | 1973-08-28 | Mobil Oil | Vapor phase alkylation in presence of crystalline aluminosilicate catalyst |
| US3751506A (en) * | 1972-05-12 | 1973-08-07 | Mobil Oil Corp | Vapor-phase alkylation in presence of crystalline aluminosilicate catalyst |
| US3827968A (en) * | 1973-01-11 | 1974-08-06 | Mobil Oil Corp | Aromatization process |
| US3907663A (en) * | 1973-10-01 | 1975-09-23 | Mobil Oil Corp | Conversion of hydrocarbons |
| US4016218A (en) * | 1975-05-29 | 1977-04-05 | Mobil Oil Corporation | Alkylation in presence of thermally modified crystalline aluminosilicate catalyst |
| US4150062A (en) * | 1976-12-20 | 1979-04-17 | Mobil Oil Corporation | Light olefin processing |
| US4107224A (en) * | 1977-02-11 | 1978-08-15 | Mobil Oil Corporation | Manufacture of ethyl benzene |
| US4140622A (en) * | 1977-11-03 | 1979-02-20 | Uop Inc. | Process to reduce the benzene content of gasoline |
| US4209383A (en) * | 1977-11-03 | 1980-06-24 | Uop Inc. | Low benzene content gasoline producing process |
| US4393262A (en) * | 1978-12-14 | 1983-07-12 | Mobil Oil Corporation | Production of isopropylbenzene |
| US4542251A (en) * | 1984-02-27 | 1985-09-17 | Chevron Research Company | Oligomerization of liquid olefin over a nickel-containing silicaceous crystalline molecular sieve |
| US4497968A (en) * | 1984-04-11 | 1985-02-05 | Mobil Oil Corporation | Multistage process for converting olefins or oxygenates to heavier hydrocarbons |
| AU3346689A (en) * | 1988-02-19 | 1989-09-06 | Mobil Oil Corporation | Process for the production of gasoline from fuel gas and catalytic reformate |
| US4827069A (en) * | 1988-02-19 | 1989-05-02 | Mobil Oil Corporation | Upgrading light olefin fuel gas and catalytic reformate in a turbulent fluidized bed catalyst reactor |
| US4851602A (en) * | 1988-04-11 | 1989-07-25 | Mobil Oil Corporation | Alkanes and alkenes conversion to high octane gasoline |
-
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