NO144079B

NO144079B - REGULATION VALVES.

Info

Publication number: NO144079B
Application number: NO754062A
Authority: NO
Inventors: Michele Vinci
Original assignee: Nuovo Pignone Spa
Priority date: 1974-12-03
Filing date: 1975-12-02
Publication date: 1981-03-09
Also published as: DE2554445A1; IT1026748B; NO144079C; NO754062L; FR2293646B1; BE836179A; FR2293646A1; NL7514047A; LU73897A1; DK529275A

Description

Fremgangsmåte til fremstilling av hydrocarbonprodukter som helt eller i det vesentlige består av C<4-> eller C<5->isoparafiner. Process for the production of hydrocarbon products which entirely or essentially consist of C<4-> or C<5-> isoparaffins.

Denne oppfinnelse vedrører en fremgangsmåte til fremstiling av hydrocarbonprodukter som helt eller i det vesentlige This invention relates to a method for the production of hydrocarbon products as a whole or essentially

består av C.(- eller C,-isoparaffiner, «C,,-eller C-» vil i det følgende bli omtalt som consists of C.(- or C,-isoparaffins, "C,,-or C-" will be referred to below as

«Cn»; hvor n følgelig kan ha verdien 4 "Cn"; where n can therefore have the value 4

eller 5. or 5.

Fremgangsmåter av samme art som Procedures of the same nature as

denne, ved hvilke det er mulig ved isomerisering å fremstille isoparaffinrike this, by which it is possible by isomerization to produce isoparaffin-rich

fraksjoner som egner seg f. eks. som til-førselsmateriale for en alkyleringsprosess fractions that are suitable for e.g. as feed material for an alkylation process

eller for derfra å utvinne isoparaffiner i en or to extract isoparaffins from there in a

hovedsakelig ren tilstand, er allerede kjent. mainly pure state, is already known.

Utgangsmaterialet (ofte en «straight run» The starting material (often a "straight run"

petroleumfraksjon) blir hovedsakelig befridd for isoparaffiner for å unngå unød-vendig belastning av den apparatur hvori petroleum fraction) is mainly freed from isoparaffins to avoid unnecessary strain on the apparatus in which

selve isomeriserings-behandlingen utføres. the isomerization treatment itself is carried out.

Det har nu vist seg at når man anvender en viss type isomeriseringsbehandling, It has now been shown that when a certain type of isomerization treatment is used,

er en sådan drastisk bortskaffelse av isoparaffiner ikke bare overflødig, men der is such a drastic disposal of isoparaffins not only redundant, but there

oppnåes faktisk en i økonomisk henseende is actually achieved in economic terms

meget fordelaktig prosess, forutsatt at very beneficial process, provided that

fremstillingen av et relativt isoparaffinrikt the production of a relatively isoparaffin-rich

materiale som skal underkastes en sådan material to be submitted to such

isomerisering, kobles sammen med oppar-beidelsen av isomeriseringsproduktet som isomerization, is coupled with the oppar-treatment of the isomerization product which

er oppnådd ved selve isomeriseringsbehandlingen. is obtained by the isomerization treatment itself.

Fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen The method according to the invention

består således i at man fra et utgangsmateriale som inneholder Cn-hydrocarboner, thus consists in starting from a starting material containing Cn hydrocarbons,

fremstiller et materiale som i det minste hovedsakelig består av Cn-paraffiner, og som har et samlet isoparaffininnhold på minst 15 vektpst., beregnet på det totale Cn-paraffininnhold, og at man derefter underkaster dette materiale en isomeriseringsbehandling, således at C,-isoparaffininnholdet i isomeriseringsproduktet (beregnet på det totale Cn-paraffininnhold derav) utgjør minst 55 vektpst. (i tilfelle av C4 paraffiner) eller minst 60 vektpst. (i tilfelle av C-,-paraffiner), hvoretter Cn-iso-paraffinene i det minste delvis separeres fra isomeriseringsproduktet, og resten av isomeriseringsproduktet i det minste delvis påny underkastes isomeriseringsbehandlingen. produces a material which at least mainly consists of Cn-paraffins, and which has a total isoparaffin content of at least 15% by weight, calculated on the total Cn-paraffin content, and that this material is then subjected to an isomerisation treatment, so that the C1-isoparaffin content in the isomerization product (calculated on the total Cn-paraffin content thereof) amounts to at least 55% by weight. (in the case of C4 paraffins) or at least 60 wt. (in the case of C-, -paraffins), after which the Cn-iso-paraffins are at least partially separated from the isomerization product, and the remainder of the isomerization product is at least partially resubmitted to the isomerization treatment.

I tillegg til Cn-paraffiner kan det materiale som skal underkastes isomeriseringsbehandlingen, også alternativt ha et lite innhold av lette olefiner og/eller na-fthener eller også noe tyngre komponenter. Men det totale innhold av sådanne komponenter er lite. Et visst naftheninnhold (særlig cyclopentan ved fremstillingen av C--isoparaffiner) er en fordel under isomeriseringsbehandlingen, fordi det reduse-rer virkningen av uønskede sidereaksjoner. In addition to Cn paraffins, the material to be subjected to the isomerization treatment can also alternatively have a small content of light olefins and/or naphthenes or also somewhat heavier components. But the total content of such components is small. A certain naphthene content (especially cyclopentane in the production of C-isoparaffins) is an advantage during the isomerization treatment, because it reduces the effect of unwanted side reactions.

Materialet som inneholder en viss mengde isoparaffiner, og som skal underkastes isomeriseringsbehandlingen, kan f. eks. fremstilles ved å underkaste utgangsmaterialet en separeringsprosess (f. eks. ved destillasjon, adsorbsjon eller lignende) i ett eller flere trinn, og dette materialet oppnåes da f. eks. som et topp-eller bunnprodukt, som en sidestrøm eller lignende. The material which contains a certain amount of isoparaffins, and which is to be subjected to the isomerisation treatment, can e.g. is produced by subjecting the starting material to a separation process (e.g. by distillation, adsorption or the like) in one or more steps, and this material is then obtained, e.g. as a top or bottom product, as a side stream or the like.

På lignende måte kan C,- eller C-paraffiner også skilles fra isomeriseringsproduktet på hvilkensomhelst ønsket måte, idet resten av isomeriseringsproduktet utvinnes som en eller flere fraksjoner. Denne eller disse fraksjoner eller en del derav blir enten straks underkastet isomeriserings-behandlingen, eller underkastes påny sepa-rering, hvoretter et eller flere av separa-sjonsproduktene blir helt eller delvis re-sirkulert til isomeriseringstrinnet. In a similar manner, C, or C paraffins can also be separated from the isomerization product in any desired manner, the rest of the isomerization product being recovered as one or more fractions. This or these fractions or a part thereof are either immediately subjected to the isomerization treatment, or are subjected to separation again, after which one or more of the separation products are fully or partially recycled to the isomerization step.

Det materiale som skal underkastes isomeriseringsbehandlingen, fremstilles for-trinnsvis som, eller fra, topproduktet ved fraksjonert destillasjon av utgangsmaterialet, og isomeriseringsproduktet eller en del derav separeres ved fraksjonert destillasjon til et topprodukt som består i det minste hovedsakelig av C„-isoparaffiner og et bunnprodukt, og dette bunnprodukt blir i det minste delvis ført tilbake til destilla-sjonssonen for utgangsmaterialet og for-trinnsvis til tilførselen til denne. The material to be subjected to the isomerization treatment is preferably prepared as, or from, the top product by fractional distillation of the starting material, and the isomerization product or a part thereof is separated by fractional distillation into a top product consisting at least mainly of C 2 -isoparaffins and a bottom product , and this bottom product is at least partially returned to the distillation zone for the starting material and preferably to the supply to this.

Det er ofte fordelaktig ikke å utsette det fra utgangsmaterialet dannede topp-produkt for isomerisering øyeblikkelig, men først underkaste dette én eller flere rense-prosesser (f. eks. for å fjerne svovelforbin-delser, vann eller lignende). Det er også mulig å utsette bare en del av en fraksjon av dette topprodukt for isomerisering, eventuelt etter rensning, om man f. eks. ønsker å fjerne alle komponenter som er lettere eller tyngre enn det tilsvarende C„. Om det ønskes, er det også mulig å endre Cu-isoparaffininnholdet av topproduktet (f.' eks. ved destillasjon eller adsorbsjon), før det underkastes isomerisering. It is often advantageous not to subject the top product formed from the starting material to isomerization immediately, but to first subject it to one or more purification processes (e.g. to remove sulfur compounds, water or the like). It is also possible to subject only part of a fraction of this top product to isomerization, possibly after purification, if one e.g. want to remove all components that are lighter or heavier than the corresponding C„. If desired, it is also possible to change the Cu-isoparaffin content of the top product (e.g. by distillation or adsorption), before it is subjected to isomerization.

Ved den nærværende utførelsesform underkastes resten av isomeriseringsproduktet destillasjon samtidig med utgangsmaterialet, og som et resultat herav vil endel av isomeriseringsproduktet, som i det minste hovedsakelig består av normale Cn-paraffiner, finne veien inn i topproduktet for å underkastes isomerisering og således påny bli underkastet denne behandling. Isomeriseringsproduktets tyngre komponenter og de tyngre komponenter av ut-gangsmaterialets oppnåes under denne destillasjon som en eller flere fraksjoner (vanligvis bare ett bunnprodukt). In the present embodiment, the remainder of the isomerization product is subjected to distillation at the same time as the starting material, and as a result of this, part of the isomerization product, which at least mainly consists of normal Cn paraffins, will find its way into the top product to be subjected to isomerization and thus be subjected to this again treatment. The heavier components of the isomerization product and the heavier components of the starting material are obtained during this distillation as one or more fractions (usually only one bottom product).

Den foran omtalte fremgangsmåte resulterer i en betydelig besparelse både av kapitalomkostninger og av driftsomkostninger sammenlignet med de kjente me-toder, ved hvilke et utgangsmateriale separeres slik at man får et materiale som inneholder ingen eller få isoparaffiner og som deretter underkastes en vilkårlig isomeriseringsbehandling. Dette gjelder især ved tilfeller hvor det hydrocarbonmateriale som skal underkastes nærværende spesielle isomeriseringsbehandling, ikke inneholder mere enn ca. 50 vektpst. isoparaffiner beregnet på det totale innhold av paraffiner med 4 eller 5 carbonatomer pr. molekyl. Især i tilfelle av hydrocarbonmaterialer som er ennu rikere på isoparaffiner, oppnåes en ytterligere besparelse, dersom (under den foran nevnte opparbeidelse av både utgangsmaterialet og isomeriseringsproduktet ved hjelp av fraksjonert destillasjon med samtidig resirkulering av bunnproduktet) varme som er tilstede i topproduktet fra den sone hvor utgangsmaterialet destilleres, tilføres den sone hvor isomeriseringsproduktet destilleres. Dette kan bekvemt utføres ved å lede toppdampene fra en kolonne, hvori den sistnevnte destillasjon finner sted, gjennom en omkoker for en kolonne hvori den førstnevnte destillasjon finner sted. Under dette trinn kan disse damper kondenseres helt eller delvis, hvorved samtidig tilbakeløpet til kolonnen bringes i den ønskede tilstand. For denne avpasning av tilbakeløpets tilstand eller opphetning av den annen kolonne er det naturligvis også mulig, om det ønskes, å overføre varme fra eller til andre kilder. The above-mentioned method results in a significant saving both of capital costs and of operating costs compared to the known methods, by which a starting material is separated so that a material containing no or few isoparaffins is obtained and which is then subjected to an arbitrary isomerization treatment. This applies especially in cases where the hydrocarbon material to be subjected to the present special isomerisation treatment does not contain more than approx. 50 wt. isoparaffins calculated on the total content of paraffins with 4 or 5 carbon atoms per molecule. Especially in the case of hydrocarbon materials that are even richer in isoparaffins, a further saving is achieved if (during the aforementioned work-up of both the starting material and the isomerization product by means of fractional distillation with simultaneous recycling of the bottom product) heat present in the top product from the zone where the starting material is distilled, is supplied to the zone where the isomerization product is distilled. This can conveniently be carried out by passing the overhead vapors from a column in which the latter distillation takes place through a reboiler for a column in which the former distillation takes place. During this step, these vapors can be condensed in whole or in part, whereby at the same time the return flow to the column is brought to the desired state. For this adaptation of the condition of the reflux or heating of the second column, it is of course also possible, if desired, to transfer heat from or to other sources.

Prinsipielt kan et stort område av Cn-paraffininneholdende materialer, f. eks. råolje og krakkingsprodukter eller fraksjoner derav, anvendes som utgangsmaterialer for nærværende fremgangsmåte. Et meget hensiktsmessig materiale er en «straight-run» bensin eller bensinfraksjon. For fremstilling av hovedsakelig C,-isoparaffiner kan der hensiktsmessig anvendes en stabilisert bensin, men ustabiliserte C4-hydrocarboninneholdende bensiner kan også anvendes. I sistnevnte tilfelle bør de hydrocarboner som har 4 carbonatomer pr. molekyl også fjernes praktisk talt fullsten-dig, enten samtidg med eller etter fjernel-sen av hydrocarboner med mer enn 5 carbonatomer pr. molekyl. For fremstilling av C risoparaffiner er det også mulig å anvende en ustabilisert bensin, fra hvilken det materiale som skal isomeriseres, fremstilles ved at komponenter tyngre enn C, i det vesentlige fjernes. In principle, a large range of Cn-paraffin-containing materials, e.g. crude oil and cracking products or fractions thereof are used as starting materials for the present method. A very suitable material is a "straight-run" petrol or petrol fraction. For the production of mainly C1-isoparaffins, a stabilized gasoline can be suitably used, but unstabilized C4-hydrocarbon-containing gasolines can also be used. In the latter case, the hydrocarbons that have 4 carbon atoms per molecule is also practically completely removed, either simultaneously with or after the removal of hydrocarbons with more than 5 carbon atoms per molecule. For the production of C rhisoparaffins, it is also possible to use an unstabilized gasoline, from which the material to be isomerized is produced by substantially removing components heavier than C.

Et eksempel på den spesielle isomeriseringsbehandling som er egnet til bruk ved fremgangsmåten ifølge nærværende oppfinnelse, er en fremgangsmåte som ut-føres ved hjelp av en aluminiumklorid-inneholdende katalysator på en bærer som inneholder platina, aluminium og halogen som beskrevet f. eks. i engelsk patent 844 837, hvormed det er mulig å oppnå den høye isoparaffinkonsentrasjon som kreves i isomeriseringsproduktet. An example of the special isomerization treatment which is suitable for use in the method according to the present invention is a method which is carried out with the aid of an aluminum chloride-containing catalyst on a carrier containing platinum, aluminum and halogen as described e.g. in English patent 844 837, with which it is possible to achieve the high isoparaffin concentration required in the isomerization product.

Fortrinsvis anvendes der imidlertid en isomeriseringsbehandling hvorved det materiale som skal behandles, innføres i væ-skefasen i den nedre del av en reaksj onssone hvor der er en minst ca. 6 meter høy søyle av en smeltet katalysatorblanding (katalysatorsøyle) som inneholder aluminiumklorid og antimontriklorid, idet den overflatehastighet hvormed det nevnte materiale innføres, er 0,3—3,0 m pr. minutt, og isomeriseringsproduktet tas ut fra den øvre del, fortrinsvis fra reaksj onssonens topp. (Med «overflatehastighet» menes den lineære hastighet hvormed vedkommende materiale ville strømme gjennom denne sone, hvis den bare inneholdt dette materiale.) En sådan isomeriseringsprosess kan lett føre til et isomeriseringsprodukt med et Cn-isoparaffininnhold (basert på det totale Cn-paraffininnhold) på mere enn 70 pst. og undertiden endog 75 pst., i motset-ning til isomeriseringstaehandlinger som gjør bruk av en omrørt reaktor. Preferably, however, an isomerization treatment is used whereby the material to be treated is introduced into the liquid phase in the lower part of a reaction zone where there is at least approx. 6 meter high column of a molten catalyst mixture (catalyst column) containing aluminum chloride and antimony trichloride, the surface velocity at which the said material is introduced being 0.3-3.0 m per minute, and the isomerization product is taken out from the upper part, preferably from the top of the reaction zone. (By "surface velocity" is meant the linear velocity at which the material in question would flow through this zone, if it contained only this material.) Such an isomerization process can easily lead to an isomerization product with a Cn-isoparaffin content (based on the total Cn-paraffin content) of more than 70 per cent and sometimes even 75 per cent, in contrast to isomerisation processes which make use of a stirred reactor.

Katalysatorblandingene som skal anvendes ved den foretrukne utførelsesform for fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, har en høy spesifikk vekt, omtrent 2,5—3, og har ved isomeriseringstemperaturen (som fortrinsvis er under omtrent 110° C og fordelaktigst mellom 68° C og 95° C) en lav viskositet, nemlig ca. 7 centipois. De har høy katalytisk aktivitet. Under isomeriseringsbehandlingen er der i reaktoren en emulsjon av hydrocarboner i en kontinuerlig katalysatorfase. Trykket i reaktoren bør være minst så høy at hydrocarbonene fore-ligger i flytende tilstand, og det kan endog være såpass høyt som 8,5—35 atm. På grunn av forskjellen i medienes tettheter stiger hydrocarbonene opp gjennom katalysatorkolonnen. Katalysatorblandingen inneholder fortrinsvis 10—50 volumpst. og fordelaktigst 20—40 volumpst. dispergert reaksjonsblanding. Emulsjonen inneholder denne reaksj onsblanding bekvemt i form av ganske små dråper, f. eks. med en diameter på 0,25—6,4 mm. Denne dråpestør-relsen kan lett oppnåes ved å tilføre det materiale som skal isomeriseres med en hastighet på 2,5—6 m/sek. gjennom inn-løpsåpningen eller åpningene til reaksjonssonen. Dråpestørrelsen vil i så tilfelle være helt eller hovedsakelig avhengig av utløps-åpningenes størrelse. The catalyst mixtures to be used in the preferred embodiment of the method according to the invention have a high specific gravity, approximately 2.5-3, and have at the isomerization temperature (which is preferably below approximately 110° C and most advantageously between 68° C and 95° C) a low viscosity, namely approx. 7 centipoises. They have high catalytic activity. During the isomerization treatment, there is an emulsion of hydrocarbons in a continuous catalyst phase in the reactor. The pressure in the reactor should be at least so high that the hydrocarbons are in a liquid state, and it can even be as high as 8.5-35 atm. Due to the difference in the densities of the media, the hydrocarbons rise through the catalyst column. The catalyst mixture preferably contains 10-50% by volume. and most advantageously 20-40% by volume. dispersed reaction mixture. The emulsion conveniently contains this reaction mixture in the form of quite small droplets, e.g. with a diameter of 0.25-6.4 mm. This droplet size can easily be achieved by adding the material to be isomerized at a speed of 2.5-6 m/sec. through the inlet opening or openings to the reaction zone. In that case, the droplet size will be entirely or mainly dependent on the size of the outlet openings.

Høyden av katalysatorkolonnen, som bør være minst 6 m, behøver vanligvis ikke å være mere enn ca. 15 m. Søylens øvre ende kan bekvemt være ca. 1 m under toppen av reaksjonssonen, hvorfra isomeriseringsproduktet vanligvis fjernes. Katalysa-torsøylens diameter (og derfor som regel også reaksj onssonen som inneholder den) er omtrent 0,3—1 m. Forholdet mellom ka-talysatorsøylens lengde og diameter er best minst som 10 : 1. The height of the catalyst column, which should be at least 6 m, usually does not need to be more than approx. 15 m. The upper end of the column can conveniently be approx. 1 m below the top of the reaction zone, from which the isomerization product is usually removed. The diameter of the catalyst column (and therefore usually also the reaction zone that contains it) is approximately 0.3-1 m. The ratio between the length and diameter of the catalyst column is best at least 10:1.

Da der under reaksj onsbetingelsene kan forekomme noen slamdannelse som fører til tap av aluminiumklorid i slam-met, er det tilrådelig å fornye katalysatorblandingen. Since under the reaction conditions some sludge formation may occur which leads to a loss of aluminum chloride in the sludge, it is advisable to renew the catalyst mixture.

Dette gjøres helst ved å trekke katalysatorblandingen kontinuerlig eller i porsjoner ut fra reaksj onssonens øvre del ved et punkt under isomeriseringsproduktets utløp, hensiktsmessigst med en midlere mengde av 3—10 pst. pr. time av den tilstedeværende mengde (som vanligvis sva-rer til 0,008—0,025 volumdeler av katalysatorblandingen for hver volumdel av det hydrocarbonmateriale som er ført til reaksjonssonen pr. time) og ved å tilføre frisk og/eller regenerert katalysatorblanding til katalysatorkolonnens bunnparti, fortrinsvis ved bunnen. I tilfelle av isomerisering av C4-paraffiner kan den mengde katalysatorblanding som skal fjernes, passende være noe mindre, (og f. eks. tilsvare en lavere verdi innenfor dette område) enn tilfelle av C;.-paraffiner (for hvilke man godt kan velge en større mengde innenfor dette område). På denne måte kan reaksj onssonens øvre parti, ovenfor katalysator-utløpet, virke som en samle- eller avsetningssone, hvori hydrocarbonene skiller seg fra emulsjonen med katalysatorblandingen. Den forenede reaksj onsblanding blir således i dette tilfelle ført ut fra toppen av denne avsetningssone, og katalysatorblandingen blir ført ut fra denne sones bunn i det vesentlige befridd for reaksj onsblanding. Hensiktsmessig er avsetningsso-nens høyde omtrent 1/8—1/4 av selve reaksj onssonens høyde (katalysatorsøylen og avsetningssonen tilsammen). This is preferably done by withdrawing the catalyst mixture continuously or in portions from the upper part of the reaction zone at a point below the outlet of the isomerization product, most appropriately with an average amount of 3-10 per cent. hour of the amount present (which usually corresponds to 0.008-0.025 parts by volume of the catalyst mixture for each part by volume of the hydrocarbon material that is brought to the reaction zone per hour) and by adding fresh and/or regenerated catalyst mixture to the bottom part of the catalyst column, preferably at the bottom . In the case of isomerization of C4-paraffins, the amount of catalyst mixture to be removed may suitably be somewhat smaller, (and e.g. correspond to a lower value within this range) than in the case of C;.-paraffins (for which one may well choose a larger amount within this area). In this way, the upper part of the reaction zone, above the catalyst outlet, can act as a collection or deposition zone, in which the hydrocarbons separate from the emulsion with the catalyst mixture. In this case, the combined reaction mixture is thus carried out from the top of this deposition zone, and the catalyst mixture is carried out from the bottom of this zone essentially freed of reaction mixture. Appropriately, the height of the deposition zone is approximately 1/8—1/4 of the height of the reaction zone itself (the catalyst column and the deposition zone together).

Katalysatoren kan regenereres, f. eks. ved å bringe den mengde man skal regene-rere, i kontakt med det materiale som skal underkastes isomeriseringsbehandlingen. Det dannede slam (hovedsakelig et kom-pleks av aluminiumklorid med hydrocarboner) skilles fra og kan fjernes. Mengden av aluminiumklorid i katalysatorblandingen kan deretter samles ved å bringe en del (den samme mengde eller en annen) av blandingen i kontakt med aluminiumklorid, hvilket øker konsentrasjonen av denne siste i blandingen. The catalyst can be regenerated, e.g. by bringing the quantity to be regenerated into contact with the material to be subjected to the isomerization treatment. The sludge formed (mainly a complex of aluminum chloride with hydrocarbons) is separated and can be removed. The amount of aluminum chloride in the catalyst mixture can then be collected by bringing a portion (the same amount or another) of the mixture into contact with aluminum chloride, increasing the concentration of the latter in the mixture.

Det er ofte tilrådelig å utføre isomeriseringsbehandlingen av den foreliggende type i nærvær av et hydrogenhalogenid, f. eks. hydrogenklorid, fortrinsvis i mengder på 4—£ vektprosent av det materiale som skal underkastes isomeriseringsbehandlingen. Dette halogenid kan f. eks. innføres sammen med det materiale som skal underkastes behandlingen og fjernes sammen med isomeriseringsproduktet. Om så ønskes, kan det deretter skilles fra dette produkt og, om nødvendig, brukes påny i sin helhet eller delvis, med eller uten friskt halogenid. I så fall er det også undertiden mulig å anvende større mengder endog opp til 25 vektpst. Hvis der ikke kreves noen til-bakeføring av denne type, anbefales det å bruke mindre mengder, f. eks. fra 0,3 til 5 pst. Den riktige mengde bør bestemmes overensstemmende med arten av det inn-førte materiale, katalysatorblandingens sammensetning og driftsbetingelsene. It is often advisable to carry out the isomerization treatment of the present type in the presence of a hydrogen halide, e.g. hydrogen chloride, preferably in amounts of 4-£ weight percent of the material to be subjected to the isomerization treatment. This halide can e.g. introduced together with the material to be subjected to the treatment and removed together with the isomerization product. If desired, it can then be separated from this product and, if necessary, reused in whole or in part, with or without fresh halide. In that case, it is also sometimes possible to use larger amounts, even up to 25% by weight. If no feed-back of this type is required, it is recommended to use smaller amounts, e.g. from 0.3 to 5 percent. The correct amount should be determined in accordance with the nature of the introduced material, the composition of the catalyst mixture and the operating conditions.

Ofte er det også tilrådelig å utføre denne isomeriseringsbehandling i nærvær av et stoff som kan forhindre krakking og andre uønskede sidereaksjoner. Hvis dette stoff ikke allerede er tilstede i det materiale som skal isomeriseres, kan det f. eks. tilsettes dertil, og materialet kan sammen med det nevnte stoff føres til isomerings-sonen. Bortsett fra de ovenfor nevnte naf-thener, eller også f. eks. benzen, kan hydrogen eller hydrogeninneholdende gass meget bekvemt anvendes som et sådant stoff. Fortrinsvis, og spesielt i tilfelle av fremstilling av C.--isoparaffiner, utføres prosessen ved et partielt hydrogentrykk på 0,08—33 atmosfærer. Often it is also advisable to carry out this isomerization treatment in the presence of a substance that can prevent cracking and other undesirable side reactions. If this substance is not already present in the material to be isomerized, it can e.g. is added thereto, and the material can be taken together with the aforementioned substance to the isomerization zone. Apart from the above-mentioned naphthenes, or also e.g. benzene, hydrogen or hydrogen-containing gas can very conveniently be used as such a substance. Preferably, and especially in the case of the production of C.--isoparaffins, the process is carried out at a partial hydrogen pressure of 0.08-33 atmospheres.

Katalysatorblandingens riktige sammensetning avhenger av sammensetningen av det materiale som skal underkastes den foreliggende isomeriseringsbehandling. For isomerisering av C4-hydrocarboner anbefales en blanding inneholdende 84—96 vektpst. SbCl.,, og for C5-hydrocarboner en blanding inneholdende 95—99 vektpst. SbCl.,. The correct composition of the catalyst mixture depends on the composition of the material to be subjected to the present isomerization treatment. For the isomerisation of C4 hydrocarbons, a mixture containing 84-96% by weight is recommended. SbCl.,, and for C5 hydrocarbons a mixture containing 95-99 wt. SbCl.,.

(resten er i begge tilfelle A1C1„). De andre reaksj onsbetingelser kan ofte være noe mindre drastiske i tilfelle av Cs-isomerisering enn i tilfelle av C4-isomerisering. (the rest is in both cases A1C1„). The other reaction conditions can often be somewhat less drastic in the case of Cs isomerization than in the case of C4 isomerization.

Oppfinnelsen skal i det følgende illu-streres ytterligere med henvisning til teg-ningen, som imidlertid ikke viser alminne-lig hjelpeapparatur som pumper, kompres-sorer, ventiler etc. In the following, the invention will be further illustrated with reference to the drawing, which, however, does not show general auxiliary equipment such as pumps, compressors, valves etc.

Fig. 1 er et diagram av en foretrukken utførelsesform for fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen for fremstillingen av et hy-drocarbonprodukt som er meget rikt på isoparaffiner, fra en lett «straight-run» bensinfraksjon. Det beskrives nedenfor fremstilling av et produkt som er rikt på C--isoparaffiner, men fremgangsmåten er likeså hensiktsmessig for fremstilling av et produkt rikt på C4-isoparaffiner. Fig. 1 is a diagram of a preferred embodiment of the method according to the invention for the production of a hydrocarbon product which is very rich in isoparaffins, from a light "straight-run" gasoline fraction. The production of a product rich in C isoparaffins is described below, but the method is equally suitable for the production of a product rich in C4 isoparaffins.

Bensinfraksjonen (A.S.T.M. kokeom-råde 37° C—100° C) som inneholder C,-paraffiner bestående av ca. 34 pst. isoparaffiner, innføres gjennom et rør 1 i en de-stillasjonskolonne 2 som oppvarmes ved hjelp av en koker 3. I denne kolonne 2, som arbeider ved et trykk på ca. 7 ato, en bunntemperatur på ca. 163°C og en topptempe-ratur på ca. 106° C, adskilles fraksjonen i form av destillatdamper bestående helt eller hovedsakelig av C,-paraffiner og et bunnprodukt som inneholder fraksjonens øvrige komponenter. Destillatdampene ledes over et rør 4 gjennom en koker 5 som leverer varme til kolonnen 6. (Om så ønskes, kan ytterligere varme tas ut fra destillatdampene, f. eks. ved hjelp av kjølevann.) Disse damper kondenseres, og kondensatet ledes til sidekammeret 7 av en samlebehol-der, fjernes derfra over et rør og blir deretter delvis returnert som tilbakeløp til kolonnen 2 og delvis (av senere nevnte grunner) ført gjennom et avløpsrør 9 til samlebeholderens hovedkammer 10. Den væske som samler seg i hovedkamret 10, ledes gjennom et rør 11, et trinn for tørk-ning og fjernelse av svovel 12 og et rør 13 til en sone 14, hvori den underkastes en isomeriseringsbehandling. Denne sone 14 kan foruten selve isomeriseringsreaktoren inneholde tilleggsapparatur som kolonner, separatorer etc. som vil bli omtalt senere. Isomeriseringsbehandlingen i sonen 14 er sådan at isomeriseringsproduktet som tas ut fra denne sone, inneholder minst 60 vektpst. isopentan, beregnet på det totale C5-paraffininnhold. Dette isomeriseringsprodukt blir, eventuelt etter å være underkastet virkningen av en tørrebehandling og lutbehandling (ikke vist) ledet gjennom et rør 15 til kolonnen 6, som arbeider ved et trykk på ca. 3 atm. abs., en topptempe-ratur på ca. 55° C og en bunntemperatur på ca. 73° C. Tilbakeløp for kolonnen 6 skaffes ved hjelp av en kjøler 16. The petrol fraction (A.S.T.M. boiling range 37° C—100° C) which contains C, paraffins consisting of approx. 34 percent isoparaffins, is introduced through a pipe 1 into a distillation column 2 which is heated by means of a boiler 3. In this column 2, which works at a pressure of approx. 7 ato, a bottom temperature of approx. 163°C and a peak temperature of approx. 106° C, the fraction is separated in the form of distillate vapor consisting entirely or mainly of C, paraffins and a bottom product containing the fraction's other components. The distillate vapors are led over a pipe 4 through a boiler 5 which supplies heat to the column 6. (If desired, additional heat can be extracted from the distillate vapors, e.g. using cooling water.) These vapors are condensed, and the condensate is led to the side chamber 7 of a collection container, is removed from there via a pipe and is then partly returned as reflux to the column 2 and partly (for reasons mentioned later) led through a drain pipe 9 to the collection container's main chamber 10. The liquid that collects in the main chamber 10 is led through a pipe 11, a step for drying and removing sulfur 12 and a pipe 13 to a zone 14, in which it is subjected to an isomerization treatment. In addition to the isomerization reactor itself, this zone 14 can contain additional equipment such as columns, separators etc. which will be discussed later. The isomerization treatment in zone 14 is such that the isomerization product taken from this zone contains at least 60% by weight. isopentane, calculated on the total C5 paraffin content. This isomerization product is, optionally after being subjected to the effect of a dry treatment and lye treatment (not shown), led through a pipe 15 to the column 6, which operates at a pressure of approx. 3 atm. abs., a peak temperature of approx. 55° C and a bottom temperature of approx. 73° C. Reflux for the column 6 is obtained by means of a cooler 16.

En liten (muligens litt variabel) mengde tilleggsvarme tilføres ved hj elp av en annen koker 17 (dampdrevet). I kolonnen 6 blir isomeriseringsproduktet adskilt i et topp-produkt som fjernes gjennom et rør 18 og består av 95 pst. isopentan, og i et bunnprodukt som inneholder uomdannet C- og tyngre komponenter som for en dels vedkommende er dannet som biprodukt. Dette bunnprodukt resirkuleres over et rør 19 til kolonne 2, i det i diagrammet viste tilfelle til fødingen til denne. Det er også om det ønskes, mulig å lede tilbakeløpsstrømmen separat inn i denne kolonne, fortrinsvis i tilnærmet samme høyde som fødingen. A small (possibly slightly variable) amount of additional heat is supplied by means of another boiler 17 (steam driven). In column 6, the isomerization product is separated into a top product which is removed through a pipe 18 and consists of 95% isopentane, and into a bottom product which contains unconverted C and heavier components which are partly formed as a by-product. This bottom product is recycled over a pipe 19 to column 2, in the case shown in the diagram to the feed to this. It is also possible, if desired, to lead the return flow separately into this column, preferably at approximately the same height as the feed.

Da kolonnene 2 og 6 er meget intimt forbundet med hinannen (dvs. ikke bare gjennom materialstrømmene i rørene 4, 11, 13 og 15 på den ene side og røret 19 på den annen side, men også gjennom varme-strømmen i kokeren 5), vil enhver forstyr-relse som opptrer i den første kolonne 2 (f. eks. som følge av forandringer i fødin-gens sammensetning eller i de rådende trykk eller temperaturer) få en øyeblikkelig innflytelse på driften av kolonne 6. Dette kan føre til uønskede fluktuasjoner i sammensetningen av det derfra uttatte isoparaffintopprodukt. Av denne grunn blir varmetilførselen til kolonne 6 regulert således at en sådan virkning nøytraliseres så godt som mulig. I denne hensikt er man for det første meget omhyggelig ved å sikre at den bunnproduktmengde som fra kolonne 6 ledes gjennom kokeren 5, holder seg meget konstant. For det annet passer man på at det pr. tidsenhet alltid tas ut fra kokeren 5 en konstant mengde kondensat. Since columns 2 and 6 are very intimately connected to each other (ie not only through the material flows in pipes 4, 11, 13 and 15 on the one hand and pipe 19 on the other, but also through the heat flow in the boiler 5), any disturbance that occurs in the first column 2 (e.g. as a result of changes in the composition of the feed or in the prevailing pressures or temperatures) will have an immediate influence on the operation of column 6. This can lead to unwanted fluctuations in the composition of the isoparaffin top product removed from there. For this reason, the heat supply to column 6 is regulated so that such an effect is neutralized as well as possible. To this end, firstly, great care is taken to ensure that the amount of bottom product that is passed from column 6 through the digester 5 remains very constant. Secondly, care is taken that per unit of time, a constant amount of condensate is always taken out of the boiler 5.

Hvis den dampmengde som tilføres gj ennom røret 4 varierer, og derved fører til en endring i mengden av dannet kondensat, vil som følge derav kondensatnivået i denne koker endres, følgelig også konden-seringsoverflaten. På denne måte vil dan-nelsen av kondensat hurtig gjenopprettes til de opprinnelige mengder. Da denne me-tode resulterer i dannelse av en fast mengde kondensat pr. tidsenhet vil den varmemengde som frigjøres ved kondenserings-prosessen også forbli den samme. Det samme er tilfelle med den varmemengde som over-føres i kokeren 5 til delstrømmen (som er konstant) av bunnproduktet fra kolonnen 6. Trykkvariasj oner i kokeren 5, som kan inntre fordi en konstant mengde kondensat nu dannes fra en variabel (over røret 4 tilført) dampmengde, forplantes også gjennom dette rør 4 tilbake til kolonnen 2, hvor variasjonene ganske enkelt kan korrigeres, f. eks. ved at man endrer den varmemengde som tilføres denne kolonne fra kokeren 3. På grunn av den konstante natur av kon-densatstrømmen fra kokeren 5 vil også den varmemengde pr. tidsenhet som utgår over røret 8 fra sidekamret 7, bli konstant. Ko-lonnens 2 behov for en variabel tilbake-løpsmengde imøtekommes ved variasjoner i den væskestrøm som gjennom omløpsled-ningen 9 ledes til hovedkammeret 10 og følgelig til behandlings- og isomeriserings-sonene 12 og 14. If the amount of steam supplied through pipe 4 varies, and thereby leads to a change in the amount of condensate formed, the condensate level in this boiler will consequently change, and consequently also the condensing surface. In this way, the formation of condensate will quickly be restored to the original quantities. As this method results in the formation of a fixed amount of condensate per unit of time, the amount of heat released by the condensation process will also remain the same. The same is the case with the amount of heat transferred in the boiler 5 to the partial flow (which is constant) of the bottom product from the column 6. Pressure variations in the boiler 5, which can occur because a constant amount of condensate is now formed from a variable (over the pipe 4 supplied) amount of steam, is also propagated through this pipe 4 back to the column 2, where the variations can simply be corrected, e.g. by changing the amount of heat supplied to this column from the boiler 3. Due to the constant nature of the condensate flow from the boiler 5, the amount of heat per unit of time that exits via the pipe 8 from the side chamber 7, become constant. Column 2's need for a variable return quantity is met by variations in the liquid flow which is led through the bypass line 9 to the main chamber 10 and consequently to the treatment and isomerization zones 12 and 14.

Fig. 2 viser et diagram av en særlig hensiktsmessig utførelsesform av isomeri-seringssonen 14, som her omfatter et iso-meriseringstrinn hvori anvendes en søyle av katalysatorblanding bestående av aluminiumklorid og antimonklorid. Denne ut-førelsesform skal beskrives under henvisning til isomeriseringsbehandlingen av et materiale (i det følgende kalt butan) som helt eller hovedsakelig består av C4-paraffiner. En mengde derav som er fremstillet av et hvilket som helst passende utgangsmateriale, ledes gjennom røret 13 over en oppheter 53 til en ekstraksjonskolonne 55, hvori den i væskefase bringes i kontakt med en fra en isomeriseringsreaktor 58 til-ført mengde katalysatorblanding på den i det følgende beskrevne måte. Flytende butan som inneholder ekstraherte katalysatorkomponenter, ledes fra ekstraksjonsko-lonnen 55 over et rør 56 og et innløpsrør Fig. 2 shows a diagram of a particularly suitable embodiment of the isomerization zone 14, which here comprises an isomerization step in which a column of catalyst mixture consisting of aluminum chloride and antimony chloride is used. This embodiment will be described with reference to the isomerization treatment of a material (hereinafter called butane) which consists entirely or mainly of C4 paraffins. A quantity thereof, made from any suitable starting material, is passed through pipe 13 over a heater 53 to an extraction column 55, in which it is contacted in the liquid phase with a quantity of catalyst mixture supplied from an isomerisation reactor 58 on it in the following described way. Liquid butane containing extracted catalyst components is passed from the extraction column 55 over a pipe 56 and an inlet pipe

— i dette tilfelle med en diameter på ca. 0,25 m og forsynt med ti hull med en diameter på ca. 5 mm — inn i isomeriseringsreaktoren 58, som er vertikal og som i dette tilfelle består av et rør 11 med høyde ca. 11 m og diameter ca. 0,3 m, slik at forholdet mellom lengde og diameter er tilnærmet 37 : 1. — in this case with a diameter of approx. 0.25 m and provided with ten holes with a diameter of approx. 5 mm — into the isomerization reactor 58, which is vertical and which in this case consists of a tube 11 with a height of approx. 11 m and diameter approx. 0.3 m, so that the ratio between length and diameter is approximately 37:1.

Det kan imidlertid også hensiktsmessig anvendes et enkelt rør med én åpning, med f. eks. ca. 16 mm diameter, for tilførsel av butanet. Reaktorens 58 nederste parti er forsynt med en varmekappe 59. Om så ønskes, kan man anvende en alternativ me-tode til å lede varme til reaktoren 58. Butanet som skal underkastes isomeriseringsbehandling, tilføres over et rør 56 og en fordelingsinnretning 60 til reaktoren 58 med en overflatehastighet på ca.0,75 m. pr. minutt. En smeltet katalysatorblanding som inneholder 93 vektpst. antimontriklorid og 7 vektpst. aluminiumklorid, ledes over et rør til reaktorens 58 bunn. Beregnet på katalysatormengden er butanets rom-hastighet pr. time beregnet som væske i dette tilfelle ca. 7 volumdeler pr. volumdel katalysatorblanding pr. time. Dette repre-senterer en kontakttid på ca. 8,6 minutter. However, a single pipe with one opening, with e.g. about. 16 mm diameter, for supplying the butane. The lower part of the reactor 58 is provided with a heating jacket 59. If desired, an alternative method can be used to conduct heat to the reactor 58. The butane to be subjected to isomerization treatment is supplied via a pipe 56 and a distribution device 60 to the reactor 58 with a surface speed of approx. 0.75 m per minute. A molten catalyst mixture containing 93 wt. antimony trichloride and 7 wt. aluminum chloride, is led via a pipe to the bottom of the reactor 58. Calculated on the amount of catalyst, the butane's space velocity per hour calculated as liquid in this case approx. 7 volume parts per volume fraction of catalyst mixture per hour. This represents a contact time of approx. 8.6 minutes.

Størstedelen av denne reaktor, fra det punkt, ved hvilket matningsmengden til-føres opp til og forbi uttagningspunktet 61, fylles med en emulsjon av reaksjonsblanding i smeltet katalysatorblanding. Reaksj onsblandingen stiger i form av små dråper opp gjennom katalysatorblandingen, idet katalysatoren danner den kontinuer-lige fase. Ved at butanet tilføres med den nevnte hastighet, blir emulsjonens totale volum tilnærmet 1,4 ganger det totale volum av katalysatorblandingen når denne er tilstede alene i kolonnen. Katalysatorkolonnens øvre ende er omtrent 9 m over inntakspunktet for tilførselen. The majority of this reactor, from the point at which the feed quantity is supplied up to and past the withdrawal point 61, is filled with an emulsion of reaction mixture in molten catalyst mixture. The reaction mixture rises in the form of small drops through the catalyst mixture, the catalyst forming the continuous phase. By the butane being supplied at the mentioned rate, the total volume of the emulsion is approximately 1.4 times the total volume of the catalyst mixture when this is present alone in the column. The upper end of the catalyst column is approximately 9 m above the feed intake point.

Temperaturen i reaktorsonen må være høy nok til å gjøre katalysatorblandingen flytende, men den er vanligvis ikke høyere enn 100° C. I det viste tilfelle er den ca. 85° C. Trykket i reaktoren må være høyt nok til å holde reaksj onsblandingen i flytende fase og er i nærværende tilfelle ca. 21 atm. I det viste tilfelle utføres isomeriseringsbehandlingen i nærvær av hydrogenklorid som, etter å være tilført over et rør 57, innføres i reaktoren 58 sammen med matningsmengden. I nærværende tilfelle er mengden av innført hydrogenklorid omtrent 6 vektpst. beregnet på den mengde butan som innføres over røret 13. Om så ønskes, kan der innføres en liten mengde hydrogen enten sammen med hydrogen-kloridet eller på annen måte, for å hindre uønskede bireaksjoner. The temperature in the reactor zone must be high enough to liquefy the catalyst mixture, but it is usually no higher than 100° C. In the case shown, it is approx. 85° C. The pressure in the reactor must be high enough to keep the reaction mixture in liquid phase and in the present case is approx. 21 atm. In the case shown, the isomerization treatment is carried out in the presence of hydrogen chloride which, after being supplied via a pipe 57, is introduced into the reactor 58 together with the feed quantity. In the present case, the amount of introduced hydrogen chloride is approximately 6% by weight. calculated on the amount of butane that is introduced via pipe 13. If desired, a small amount of hydrogen can be introduced either together with the hydrogen chloride or in some other way, in order to prevent unwanted side reactions.

En liten mengde flytende katalysator tas i nærværende tilfelle ut kontinuerlig fra reaktoren ved uttakspunktet 61 og ledes over et rør 62 til den øvre ende av ekstraksj onskolonnen 55 og føres der i motstrøm til butanet som strømmer oppover. Katalysatorkomponenter oppløses i butanstrøm-men og føres sammen med denne strøm til reaktoren 58. En annen porsjon av katalysatoren, med nedsatt aktivitet, går ikke i oppløsning, men fraskilles som et tungt residuum og tas ut fra bunnen av ekstrak-sjonskolonnen 55. Dette residuum består hovedsakelig av et hydrocarbon-AlCl.,-kompleks. Temperaturen av det butan som føres til kolonnen 55 og som vanligvis er avhengig av arten av det materiale man skal behandle og av den anvendte katalysator (passende temperaturer er mellom 50° C og 125° C og fortrinsvis mellom 50° C og 100° C), er i nærværende tilfelle ca. 77° C. Trykket i ekstraksj onskolonnen 55 er slik at det butan som strømmer gjennom kolonnen, holder seg i den flytende fase. In the present case, a small amount of liquid catalyst is taken out continuously from the reactor at the outlet point 61 and is led over a pipe 62 to the upper end of the extraction column 55 and is there countercurrently to the butane flowing upwards. Catalyst components are dissolved in the butane stream and fed together with this stream to the reactor 58. Another portion of the catalyst, with reduced activity, does not dissolve, but is separated as a heavy residue and taken out from the bottom of the extraction column 55. This residue consists mainly of a hydrocarbon-AlCl., complex. The temperature of the butane which is fed to the column 55 and which usually depends on the nature of the material to be treated and on the catalyst used (suitable temperatures are between 50° C and 125° C and preferably between 50° C and 100° C) , in the present case is approx. 77° C. The pressure in the extraction column 55 is such that the butane flowing through the column remains in the liquid phase.

Den hastighet med hvilken katalysatoren ledes fra reaktoren 58 til kolonnen 55, avhenger i alminnelighet av reaksjons-betingelsene, men bør i ethvert tilfelle være slik at intet katalysatorslam samler seg i reaktoren 58. I nærværende tilfelle er den pr. time fjernede mengde ca. 5 pst. av den i reaktoren værende totale mengde katalysatorblanding, eller med andre ord tilnærmet 0,012 volumdeler pr. volumdel butan tilført pr. time. The rate at which the catalyst is passed from the reactor 58 to the column 55 generally depends on the reaction conditions, but should in any case be such that no catalyst sludge collects in the reactor 58. In the present case, it is per hour removed quantity approx. 5 per cent of the total amount of catalyst mixture in the reactor, or in other words approximately 0.012 parts by volume per volume fraction of butane supplied per hour.

Reaktorens 58 øvre del, ovenfor uttagningspunktet 61, danner en bunnfelnings-sone. Tilstedeværelsen av denne bunnfel-ningssone har den virkning å begrense den mengde katalysatorblanding som medrives fra reaktoren i det produkt som forlater reaktoren over røret 64. For å fjerne kata-lysatorkomponentene (især antimontriklorid i oppløsning) ledes dette produkt til en separeringskolonne 65, hvori hydrocarboner og HC1 adskilles som en dampfraksjon fra en flytende fraksjon som hovedsakelig inneholder katalysatorkomponenter, først og fremst SbCl.,. Denne flytende fraksjon ledes deretter over et rør 66 tilbake til reaktoren 58. The upper part of the reactor 58, above the extraction point 61, forms a bottom deposition zone. The presence of this settling zone has the effect of limiting the amount of catalyst mixture entrained from the reactor in the product leaving the reactor via pipe 64. To remove the catalyst components (especially antimony trichloride in solution) this product is led to a separation column 65, in which hydrocarbons and HC1 is separated as a vapor fraction from a liquid fraction containing mainly catalyst components, primarily SbCl.,. This liquid fraction is then led via a pipe 66 back to the reactor 58.

Aktiviteten av katalysatoren i reaktoren 58 opprettholdes ved tilførsel av aluminiumklorid. I denne hensikt kan en del av antimontrikloridstrømmen ledes fra ko-lonnens 65 bunn over et rør 68 inn i en av to opphetede beholdere 69 som inneholder fast aluminiumklorid, hvor flytende SbCl, mettes med A1C13 og deretter ledes over et rør 70 tilbake til røret 66 og reaktoren 58. Alt SbCl., som det er nødvendig å etterfylle, pumpes i flytende tilstand fra en opphetet beholder 71 som inneholder SbCl,, over et rør 72 til røret 66 og reaktoren 58. The activity of the catalyst in the reactor 58 is maintained by supplying aluminum chloride. For this purpose, part of the antimony trichloride stream can be led from the bottom of the column 65 via a tube 68 into one of two heated containers 69 containing solid aluminum chloride, where liquid SbCl is saturated with AlCl3 and then led via a tube 70 back to the tube 66 and the reactor 58. All SbCl., which needs to be replenished, is pumped in a liquid state from a heated container 71 containing SbCl., via a pipe 72 to the pipe 66 and the reactor 58.

Dampfraksjonen fra separasj onskolonnen 65 unnviker til en kollektor 76 over et rør 74, hvori det er anordnet en kjøler 75. I denne kjøler 75 avkjøles fraksjonen for å få kondensert de tilstedeværende hydrocarboner. The vapor fraction from the separation column 65 escapes to a collector 76 over a pipe 74, in which a cooler 75 is arranged. In this cooler 75, the fraction is cooled in order to condense the hydrocarbons present.

Det materiale som ikke er blitt kondensert, og som inneholder HC1, små mengder av i systemet dannet indifferent gass, samt lette hydrocarboner, ledes (kontinuerlig eller i porsjoner) over et rør 78 fra be-holderen 76 til den nedre del av en ab-sorpsj onsbeholder 79, hvori det bringes i kontakt med et hensiktsmessig skrubbe-middel (i dette tilfelle isomeriseringsprodukt) som føres over et rør 80 inn i toppen av denne absorbsj onsbeholder 79, hvor HC1 absorberes av dette middel. De damper som unnviker fra beholderens 79 topp og som nu er hovedsakelig HCl-frie, kan tappes ut fra systemet. De verdifulle komponenter som fremdeles finnes deri, f. eks. hydrogen, kan utvinnes og føres tilbake til reaktoren 58. Bunnfraksj onen fra absorbsj onsbehol-deren 79 inneholder HC1 oppløst i isomeriseringsprodukt. Denne fraksjon føres ut over et rør 81 og kan resirkuleres til separatoren 76 eller kan alternativt ledes til et rør 82 som tjener til å ta ut væske fra separatoren 76 til en HCl-avdrivningsko-lonne 84. I denne blir HCl-inneholdende damp separert fra en flytende fraksjon som består hovedsakelig av det totale isomeriseringsprodukt. Dampfraksjonen pumpes over rørene 85 og 86 til røret 57 og resirkuleres derfra til reaksj onssonen 58. Den flytende fraksjon tas ut over et rør 88 fra avdrivningskolonnens 84 bunnparti. En del av denne væske føres over røret 80 tilbake til HCl-absorbsjonsbeholderen 79, mens det meste av den tas ut som produkt over røret 15. Om så ønskes, kan dette isomeriseringsprodukt dessuten vaskes med en lut-oppløsning for å få fjernet alle tilstedeværende sure komponenter. The material which has not been condensed, and which contains HC1, small amounts of inert gas formed in the system, as well as light hydrocarbons, is led (continuously or in portions) via a pipe 78 from the container 76 to the lower part of an ab- absorption container 79, in which it is brought into contact with a suitable scrubbing agent (in this case isomerisation product) which is fed via a pipe 80 into the top of this absorption container 79, where HC1 is absorbed by this agent. The vapors escaping from the container 79 top and which are now mainly HCl-free can be drained from the system. The valuable components that are still there, e.g. hydrogen, can be extracted and fed back to the reactor 58. The bottom fraction from the absorption container 79 contains HC1 dissolved in isomerization product. This fraction is led out via a pipe 81 and can be recycled to the separator 76 or can alternatively be led to a pipe 82 which serves to remove liquid from the separator 76 to an HCl stripping column 84. In this, HCl-containing vapor is separated from a liquid fraction consisting mainly of the total isomerization product. The vapor fraction is pumped via pipes 85 and 86 to pipe 57 and is recycled from there to the reaction zone 58. The liquid fraction is taken out via a pipe 88 from the bottom part of the stripping column 84. Part of this liquid is fed via pipe 80 back to the HCl absorption vessel 79, while most of it is removed as product via pipe 15. If desired, this isomerization product can also be washed with a lye solution to remove any acids present components.

Konsentrasjonen av isobutan i det produkt som tas ut over røret 15 er (beregnet på den tilstedeværende samlede mengde av C,-paraffiner) i dette tilfelle ca. 67 vektpst. og kan endog i enkelte tilfelle være så høy som 71 vektpst. I denne forbindelse kan det nevnes at man oppnådde et midlere utbytte på bare 43 vektpst. isobutan i 144 timer ved å anvende den samme katalysatorblanding i en konvensjonell reaktor med røreapparat, ved en temperatur på 80° C, et trykk på ca. 28 ato., et forhold mellom katalysatoren og reaksj onsblandingen i reaktoren på 1:1, en gjennomsnittlig kontakttid på 13—15 minutter (dvs. meget lengre tid) og en mengde på 4 vektpst. hydrogen tilsatt til butantilførselen. The concentration of isobutane in the product taken out via pipe 15 is (calculated on the total amount of C,-paraffins present) in this case approx. 67 wt. and can even in some cases be as high as 71% by weight. In this connection, it can be mentioned that an average yield of only 43% by weight was achieved. isobutane for 144 hours using the same catalyst mixture in a conventional stirred reactor, at a temperature of 80° C, a pressure of approx. 28 at., a ratio between the catalyst and the reaction mixture in the reactor of 1:1, an average contact time of 13-15 minutes (i.e. a much longer time) and an amount of 4 wt. hydrogen added to the butane feed.

Foruten å kunne anvendes for den foretrukne utførelsesform av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen som vist med henvisning til fig. 1 kan den i fig. 2 illu-strerte isomeriseringsbehandling naturligvis også hensiktsmessig anvendes ved an-' dre utførelsesformer av denne fremgangsmåte. Hvis der istedetfor butan isomeriseres penthan, kan reaksj onsbetingelsene vanligvis være noe mindre strenge. Besides being able to be used for the preferred embodiment of the method according to the invention as shown with reference to fig. 1, the one in fig. 2 illustrated isomerization treatment is of course also appropriately used in other embodiments of this method. If pentane is isomerized instead of butane, the reaction conditions can usually be somewhat less stringent.

Den betydelige økonomiske fordel som oppnåes ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, fremgår klart av de nedenstå-ende tabeller. Disse viser kapitalomkostninger, driftsomkostninger og totale omkostninger ved fremstilingen av et produkt (i mengder av ca. 470 tonn pr. dag) med et isopentaninnhold på ca. 95 vektpst. (beregnet på det totale C3-isoparaffininnhold) fra en rekke forskjellige utgangsmaterialer som selv inneholder meget mindre isopentan, ved bruk av to utførelsesformer av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen. Disse omkostninger er uttrykt som prosentvise andeler av de tilsvarende omkostninger ved anvendelsen av en fremgangsmåte ved hvilken utgangsmaterialet først i betydelig grad ble befridd for isopentan ved destillasjon (ned til et innhold på høyst ca. The significant economic advantage that is achieved by the method according to the invention is clear from the tables below. These show capital costs, operating costs and total costs for the production of a product (in quantities of approx. 470 tonnes per day) with an isopentane content of approx. 95 wt. (calculated on the total C3-isoparaffin content) from a number of different starting materials which themselves contain much less isopentane, using two embodiments of the process according to the invention. These costs are expressed as percentage shares of the corresponding costs when using a method in which the starting material was first freed to a significant extent of isopentane by distillation (down to a content of approx.

5 vektpst.). 5 wt.).

Det ble brukt en isomeriseringsbehandling som vist i fig. 2, hvorved det produkt som ble fjernet gjennom røret 15 hadde et isopentaninnhold på ca. 75 pst. (beregnet på den samlede C--paraffinmengde). An isomerization treatment was used as shown in fig. 2, whereby the product removed through pipe 15 had an isopentane content of approx. 75 per cent (calculated on the total amount of C--paraffin).

Tabell 1 viser de oppnådde data ved anvendelse av en utførelsesform stort sett analog med den med henvisning til fig. 1 beskrevne, men ved hvilken prepareringen av tilbakeløpet til kolonnen 2 og oppvarm-ningen av kolonnen 6 ble utført separert, eller med andre ord, ved hvilken den foran nevnte forbindelse mellom de to kolonner gjennom varmestrømningen i kokeren 5 var brutt. Det er i tabellen angitt isopen-taninnholdene (i vektpst.) av de forskjellige utgangsmaterialer (beregnet på det samlede C5-paraffininnhold). Table 1 shows the data obtained using an embodiment largely analogous to that with reference to fig. 1 described, but in which the preparation of the reflux to the column 2 and the heating of the column 6 were carried out separately, or in other words, in which the aforementioned connection between the two columns through the heat flow in the boiler 5 was broken. The table shows the isopentane contents (in weight percent) of the different starting materials (calculated on the total C5 paraffin content).

Tabell 1 viser at opp til et isopentaninnhold på ca. 50 pst. i utgangsmaterialet er den beskrevne utførelsesform av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen betydelig billigere enn den kjente fremgangsmåte, både hva kapitalomkostninger og driftsomkostninger angår. Da lette «straight-run» bensiner vanligvis anvendes som utgangsmateriale for isomeriseringsproses-ser, og deres isopentaninnhold i alminne- Table 1 shows that up to an isopentane content of approx. 50 percent of the starting material, the described embodiment of the method according to the invention is significantly cheaper than the known method, both in terms of capital costs and operating costs. Since light "straight-run" gasolines are usually used as starting material for isomerization processes, and their isopentane content in general

lignet er ca. 35 pst., er nærværende utfø- j relsesform derfor langt å foretrekke frem- the figure is approx. 35 per cent, the present embodiment is therefore far preferable to

for kjente fremgangsmåter til behandling av vanlige isomeriseringstilførsler av denne type. for known methods for treating common isomerization inputs of this type.

Forskjellen i omkostninger mellom den The difference in costs between it

kjente fremgangsmåte og fremgangsmåten known method and the method

ifølge oppfinnelsen økes ytterligere når der gjøres bruk av en utførelsesform som stemmer helt overens med den i fig. 1 viste, according to the invention is further increased when use is made of an embodiment which is completely consistent with the one in fig. 1 showed,

dvs. ved hvilken prepareringen av tilbake- i.e. by which the preparation of back-

løpet til kolonnen 2 er kombinert med varmetilførselen til kolonnen 6. De rele- the flow to column 2 is combined with the heat supply to column 6. The relay

vante data er oppført i tabell 2. used data are listed in Table 2.

Tabell 2 viser at skjønt kapitalomkost-ningene har steget litt, sammenlignet med de i tabell 1 oppførte kapitalomkostninger, Table 2 shows that although the capital costs have risen slightly, compared to the capital costs listed in table 1,

blir dette mer enn oppveiet ved et meget betydelig fall i driftsomkostningene, nem- is this more than offset by a very significant drop in operating costs, easily

lig en sådan grad at selv om utgangsma-terialets isopentaninnhold er meget høyere enn 50 pst., oppnåes der allikevel en betydelig fordel sammenlignet med hva der oppnåes med den kjente fremgangsmåte. to such an extent that even if the isopentane content of the starting material is much higher than 50 per cent, a significant advantage is still achieved compared to what is achieved with the known method.

Claims

1. Process for the production of hydrocarbon products which consist entirely or essentially of Cr or C.-isoparaf-

veneers (Cn-isoparaffins, where n is equal to 4 or 5), characterized in that from a starting material which contains (^-hydrocarbons) a material is produced which consists entirely or essentially of C„-paraffins, and with a content of ( ^-isoparaffins of at least 15% by weight, calculated on the total content of C,-paraffins, whereupon the product thus obtained is subjected to an isomerization treatment using an isomerization catalyst so that the Cn-isoparaffin content in the product from this treatment, calculated on the total content of Cn -paraffins, becomes at least 55% by weight (for n = 4), or at least 60% by weight (for n = 5), and then the C^-isoparaffins separate completely or substantially from the isomerization product, and again (by recycling) subject the remainder of the isomerization product or part of this isomerization treatment.

2. Method according to claim 1, characterized in that as material to be subjected to the isomerization treatment, the top fraction which is obtained by fractional distillation of the starting material, or which is produced from this fraction, and by the isomerization product, if desired after separation of the components that boil lower than C, paraffins, by fractional distillation separated in a top fraction as whole or in the essential part consists of Cn-isoparaffins and a bottom fraction, and in that this bottom fraction is at least partially led back to the zone in which the distillation of the starting material takes place, preferably to the material supplied to this zone.

3. Method according to claim 1 or 2, characterized in that a mixture whose content of Cn isoparaffins is not higher than approx. 50 wt.

4. Method according to claim 2 or 3, characterized in that the top product from the zone in which the distillation of the starting material takes place is brought to heat exchange with a stream of bottom product from the zone in which the distillation of the isomerization product takes place, said stream being recycled to the latter zone.

5. Method according to any of the preceding claims, characterized in that a "straight-run" petrol or petrol fraction is used as starting material.

6. Method according to any one of the preceding claims, characterized in that the material to be subjected to the isomerization treatment in the liquid phase is introduced into the lower part of a reaction zone in which there is a column (catalyst column) of a molten catalyst mixture consisting of aluminum chloride and antimony trichloride with a height of at least 6 m, the surface speed at which the material is introduced is 0.3-3 m per minute, and by the product from the isomerization being taken out from the upper part of the reaction zone.

7. Method according to claim 6, characterized in that a temperature is used in the catalyst column which is lower than 110° C, and preferably lies between 68° C and 95° C.

8. Method according to claim 6 or 7, characterized in that a catalyst mixture is used which contains 10-50 vol. dispersed reaction mixture.

9. Method according to any one of claims 6, 7 and 8, characterized in that a speed of the material to be subjected to the isomerization treatment in the inlet openings of the reaction zone is used, in order to promote the dispersion, of from 2.5 to 6 m per Sec.

10. Method according to any one of claims 6-9, characterized in that a ratio between the length and diameter of the catalyst column of at least 10:1 is used. 1.

Method according to any one of claims 6-10, characterized in that the catalyst mixture is taken continuously or in portions from the reaction zone upper part during the outlet for the product from the isomerization, and that fresh and/or regenerated catalyst mixture is added to the bottom part, preferably at the catalyst column bottom.

12. Method according to claim 11, characterized in that an average of 3-10 per cent of the amount of catalyst mixture present per hour.

13. Method according to claim 11 or 12, characterized in that it a distance between the outlet for the isomerization product and for the catalyst of from 1/8 to 1/4 of the distance between the outlet for the product from the isomerization and the bottom of the catalyst column is used.

14. Method according to any one of claims 6-13, characterized in that the isomerization treatment is carried out in the presence of a hydrogen halide, e.g. hydrogen chloride, preferably in amounts of 4-8% by weight, calculated on the weight of the material to be subjected to the isomerization treatment.

15. Method according to any one of claims 6-14, characterized in that the isomerization treatment is carried out in the presence of hydrogen or a hydrogen-containing gas, preferably at a hydrogen partial pressure between 0.008 and 33 atm.

16. Method according to any one of claims 6-15, for the production of hydrocarbon products which consist entirely or essentially of C4 isoparaffins, characterized in that a catalyst mixture is used which contains 84-96% by weight. antimony trichloride and 16-4 wt. aluminum chloride.

17. Method according to any one of claims 6-15, for the production of hydrogen products which consist entirely or essentially of C5-isoparaffins, characterized in that a catalyst mixture containing 95-99% by weight is used. antimony trichloride and 5-1 wt. aluminum chloride.

18. Method according to any of the preceding claims, characterized in that the obtained hydrocarbon products are further processed for the recovery of Cn-isoparaffins.