NO155186B - Anordning til skjaering av roer. - Google Patents

Description

Fremgangsmåte ved alkylering av isoparaffiner.

Foreliggende oppfinnelse angår en forbedret fremgangsmåte

ved fremstilling av et isoparaffin-olefinreaksjonsprodukt hvorved et alkylert produkt med oket produktkvalitet senere fåes.

Fremstilling av hoymolekylære isoparaffiner med verdifulle anti-bankeegenskaper, og derfor egnet for anvendelse i brensel til motorkjoretoyer og fly, er av betraktelig viktighet i petroleums-raffineringsindustrien. Innforelsen av automobilmotorer med hoyt kompressjonsforhold har dessuten nødvendiggjort anvendelsen av hoy-anti-bankebrennstoffer i disse motorer for å få maksimal heste-kraft ytelse fra disse. Kravet på brennstoffer med hoyere og hoy-

ere octantallhar således fort til oket anvendelse av hoymolekylære isoparaffiner som blandingsmidler og motorbensiner.

' En bekvem kilde til slike hoymolekylære isoparaffiner er Iden katalytiske alkylering av lavtkokende isoparaffiner såsom iso-!butan, med olefiner, såsom f.eks. propylen, butylenene, amylenene log blandinger av disse.

Fra norsk patent nr. 78.M+5 er det kjent å omsette en bland!-;ing av isoparaffin og olefin i nærvær av hydrogenfluorid fulgt av j direkte separasjon av reaksjonsblandingen i en beholder i et hydroj-icarbonskikt og et hydrogenfluoridskikt. US patent nr. 2.536.551 i angår en fremgangsmåte som er praktisk talt identisk med den i det ovennevnte norske patent idet reaksjonsblandingen efter å være I trukket av fra alkyleringsapparatet, direkte går til et avsetningsj-Ii apparat uten noen ytterligere omrøring av reaksjonsblandingen.

I Fra US patent nr. 2.5V2.927 er kjent en fremgangsmåte ved I <!>hvilkan reaksjonsblandingen fra et alkyleringsapparat overfores ! Itil et avsetningsapparat uten noe mellomliggende behandlingstrinn.i Fra tysk patent nr. 1.128.^18 er det kjent hurtig å adskillb, jved sentrifugalkraft, en emulsjon som trekkes av fra en reaksjons-; i sone. i Det er videre fra US patent nr. 2.632.031 kjent å skyte inn! <:>en forlenget reaksjonstid mellom alkyleringsreaktoren og avset- : ningsapparatet. Henstandskaret som i denne hensikt er anbragt mel-i lom reaktoren og avsetningskaret er forsynt med en pumpe som skal gi en lite kraftig omrøring eller der skal frembringes en rolig sone. Henstandskaret ifolge nevnte patent virker bare som en ren fortsettelse av reaktoren da hele avlopet fra reaktoren fores inn i og gjennom henstandskaret uten noen avledning av noen del av dette utlop eller tilfbring av noen annen str5m til dette avlop mellom reaktoren og henstandskaret. Der er altså ingen endring i sammensetningen av reaksjonsblandingen som den fSres fra reaktoren; til henstandskaret med denne fremgangsmåte.

Det er derfor et mål ved foreliggende oppfinnelse å skaffe en forbedret fremgangsmåte som vil gi slike hbyoctanmotorbrenn-stoffer som nevnt ovenfor. Det er et videre mål ved oppfinnelsen j å skaffe en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et iso- j paraffin-olefinreaksjonsprodukt ved anvendelse av et nytt reaktor-j system som har gitt alkylater med bedre octantall sammenlignet med alkylater erholdt ved alle tidligere kommersielt anvendte kon- 1 struksjoner. Det er et videre mål ved oppfinnelsen å oppnå denne

1

bkning av produktkvalitet uten å oke isobutan til olefinforholdet j <:>i en slik fremgangsmåte og derved bevirke okonomi i driften. Nok i et mål ved oppfinnelsen er å skaffe en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isoparaffin-olefin reaksjonsprodukt hvorved et relativt rent reaksjonssystem med mindre bireaksjoner anvendes forj å fremstille hoyoctanalkylater med endepunkter vel under de 20<1>f°C i spesifikasjonen for motorbrenselalkylat mens samtidig, syrefor-bruket pr. volumenhet alkylat fremstilt er betraktelig mindre enn en hvilken som helst av de såkalte moderne hydrogenfluoridalkyleringsenheter som er i kommersiell anvendelse idag.

Ved foreliggende fremgangsmåte alkyleres et isoparaffin vedl å fore en hydrogenfluorldkatalysator og en blanding inneholdende

et isoparaffin og et olefin til en alkyleringsreaktor, idet der

kontinuerlig trekkes av fra reaktoren en hydrocarbon-hydrogenfluor-idkatalysatorblanding, og en strom av hydrocarbon-hydrogenfluorid-katalysatorblanding fores gjennom et mellombehandlingstrinn og derpå til et avsetningsapparat hvori en hydrocarbonfase skilles fra

en hydrogenfluoridkatalysatorfase, og at en strom av den fraskilte hydrogenfluoridkatalysatorfase fores tilbake til reaktoren, og fremgangsmåten er karakterisert ved at den dannede hydrocarbon-hydrogenfluoridkatalysatorblandingen trekkes av fra reaktoren, blandes med fraskilt hydrogenfluoridkatalysatorfase trukket av fra avsetningsapparatet, den erholdte blanding emulgeres, en del av den emulgerte blanding fores til reaktoren og resten av den emulgerte blanding fores til en nedre del av et vertikalt blande-avsetningsapparat og fores derpå oppover gjennom den nedre del som utgjor en blandeseksjon, til den ovre del som utgjor en avsetningsseksjon med en hastighet ved hvilken den emulgerte blanding holdes i •blandeseksjonen i en gjennomsnittlig tidslengde på fra 60 sekunder til 1200 sekunder, hydrocarboner som er frie for vesentlige mengder av hydrogenfluorldkatalysator, trekkes av fra den ovre del av av-setningsseks jonen, og avsatt hydrogenfluoridkatalysator trekkes av fra den nedre del av avsetningsseksjonen og fores tilbake for å blandes med hydrocarbon-hydrogenfluoridkatalysatorblandingen som trekkes av fra reaktoren.

En utforelsesform av oppfinnelsen skaffer en forbedret fremr gangsmåte ved fremstilling av et isoparaffin-olefinreaksjonsprodukti som innbefatter å fore en isoparaffin-olefin-hydrocarbonstrom i

I

blanding med hydrogenfluorldkatalysator til en alkyleringsreaktor^ kontinuerlig å trekke av fra reaktoren i det minste en del av hydrocarbon-hydrogen-fluoridblandingen som inneholdes deri, bland^ denne med tilbakefort fraskilt hydrogenfluorid som beskrevet nedenfor, emulgere og fore i det minste en del av den erholdte blanding tilbake til reaktoren, fores resten av den emulgerte blanding til i en lavere del i et vertikalt blande-avsetningsapparat, å fbre blandingen oppover gjennom det vertikale blande-avsetningsapparat' idet den samme samtidig holdes i blandedelen av blande-avsetnings-t apparatet i en gjennomsnittlig oppholdstid på fra 60 sek. til 1200 sek., trekke av hydrocarboner fri for en vesentlig del av hydrogenfluoridet fra en ovre seksjon derav og trekke av fraskilt ; hydrogenfluorid for tilbakeføring som nevnt ovenfor, fra en mellomliggende seksjon derav.

En annen utforelsesform av oppfinnelsen skaffer en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isobutan-olefinreaksjonsprodukt som innbefatter å fore en isobutan-olefinhydrocarbonstrom i blanding med hydrogenfluoridkatalysator til en alkyleringsreaktor, kontinuerlig å trekke av fra nevnte reaktor i det minste en del av hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen som inneholdes deri, å blande denne med tilbakefort fraskilt hydrogenfluorid som angitt nedenfor, å emulgere og fore i det minste en del av den dannede blanding tilbake til reaktoren, å fore resten av den emulgerte blanding til en lavere seksjon av et vertikalt blande-avsetningsapparat, å fore blandingen oppover gjennom det vertikale blande-avsetningsapparat idet blandingen samtidig holdes i blanderdelen av blande-avsetningsapparatet i en gjennomsnittsoppholdstid fra 60 sek. til 1200 sek., å trekke av hydrogencarboner fri for en vesentlig mengde hydrogenfluorid fra den ovre del derav og å trekke fraskilt hydrogenfluorid for tilbakeforing som nevnt ovenfor, av fra en mellomliggende seksjon derav.

En spesiell utforelsesform av oppfinnelsen skaffer en for- • bedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isobutanbutylenreak-sjonsprodukt som innbefatter å fore en isobutanbutylen-hydrocarbonstrom i blanding med hydrogenfluoridkatalysator til en alkyler- i ingsreaktor, kontinuerlig å trekke av fra nevnte reaktor i det minste en del av hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen som inneholdes deri, å blande denne med tilbakefort fraskilt hydrogenfluorid som angitt nedenfor, å emulgere og fore i det minste en del av den dannede blanding tilbake til reaktoren, å fore resten av den emulgerte blanding til en lavere seksjon i et vertikalt blande-avsetningsapparat, å fore blandingen oppover gjennom det vertikale blande-avsetningsapparat idet den samtidig holdes i blandedelen av blande-avsetningsapparatet i en gjennomsnittlig oppholdstid av fra 60 sek. til 1200 sek., å trekke av hydrocarboner fri fra en storre mengde hydrogenfluorid fra en ovre seksjon deraV og trekke av fraskilt hydrogenfluorid for tilbakeføring som nevnt ovenfor, fra en mellomliggende seksjomderav.

En annen spesiell utforelsesform av oppfinnelsen skaffer en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isobutan-propylen-butylenreaksjonsprodukt som innbefatter å fore en isobutan-propylen-butylenhydrocarbonstrom i blanding med hydrogenfluoridkatalysator til en alkyleringsreaktor, kontinuerlig å trekke av fra reaktoren i det minste en del av hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen som inneholdes deri, å blande med tilbakefort fraskilt hydrogenfluorid som angitt nedenfor, å emulgere og fore i det minste en del av den dannede blanding tilbake til reaktoren, å fore resten av den emulgerte blanding til en lavere del av et vertikalt blande-avsetningsapparat, å fore blandingen oppover gjennom det vertikale blande-avsetningsapparat idet man samtidig holder blandingen inne i blandedelen av blande-avsetningsapparatet i en gjennomsnittlig oppholdstid på fra 60 sek. til 1200 sek., å trekke av hydrocarboner fri for en vesentlig mengde hydrogenfluorid fra en ovre seksjon derav og trekke av fraskilt hydrogenfluorid for tilbakeføring som nevnt ovenfor, fra en mellomliggende seksjon derav.

Foreliggende oppfinnelse kan beskrives og illustreres klar-est ved henvisning til vedlagte tegninger. Fig. 1 er et prosess-skjerna for et nytt reaktorsystem og illustrerer trinnene som utgjor oppfinnelsen. Fig. 2 er et skjematisk prosessdiagram for en hydrogenfluoridalkyleringsfremgangsmåte hvori er inkorporert foreliggende oppfinnelse.

Som angitt ovenfor angår foreliggende oppfinnelse en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isoparaffin-olefih-reaksjonsprodukt. Skjont foreliggende fremgangsmåte er særlig anvendbar på alkyleringen av isobutan med et butyleninneholdende olefinisk påmatningsmateriale, er fremgangsmåten også anvendbar pa andre isoparaffiniske og andre olefiniske hydrocarbonpamatningsj-materialer for å fremstille motorbrensler eller flyalkylater eller hoyerekokende alifatiske hydrocarbonprodukter. Andre paraffiniske hydrocarboner såsom isopentan, en eller flere av isohexanene, eller blandinger av de ovenfor nevnte isoparaffiner, heptaner med for-,grenede kjeder og andre alifatiske hydrocarboner av forgrenet type og kjedestruktur, kan således anvendes som påmatnlngsmateriale. Likeledes kan som olefiniske reaktanter, de normalt gassformige olefiner innbefattende propylen, 1-buten, 2-buten, isobutylen, de j isomere amylener, hexenene , heptenene og hbyeremolekylære ole- i finiske hydrocarboner, anvendes som det olefiniske hydrocarbon- j alkyleringsmiddel ved fremgangsmåten. Det for ste trinn i fremgangs j-måten ifblge oppfinnelsen innbefatter å fb;re en isoparaffin-olefin-hydrocarbonstrbm i blanding med en hydrogenfluoridkatalysator til i en alkyleringsreaktor. I flg. 1 fores en isoparaffin-olefin-hydro-| carbonstrom via roret til reaktoren 2. Friskt hydrogenfluoridkatalysator, i regulerte mengder, trekkes av fra lagerkaret 12 via; roret 13 ved hjelp av pumpen lh og fores via ledningen 15 gjennom reguleringsventilen 16 til ledningen 11, og fores så via ledningen; 3, pumpen h og ledningen 5 for å blandes med isoparaffin-olefinhydrocarbonstrommen i ledning 1 for denne går inn i alkyleringsreaktoren 2.

Alkyleringsreaksjonen utfores i nærvær av en hydrogen-fluoridkatalysator innfort i reaktor 2 i alminnelighet i en mengde, tilstrekkelig til å gi et katalysator til hydrocarbonvolumforhold i alkyleringsreaktoren på fra ca. 0,5 til 2,5. Ved uttrykket "hydrogenfluoridkatalysator" forståes her katalysatorer hvori hydrogenfluorid er den vesentlige aktive bestanddel. Det er således innenfor rammen av oppfinnelsen å anvende praktisk talt vannfritt fluorid eller flussyre eller hydrogenfluorid inneholdende forskjell-lige tilsetninger og promotorer som bortrifluorid. I alminnelighet; vil kommersielt vannfritt hydrogenfluorid bli innfort i alkyleringssystemet som frisk katalysator. Det er imidlertid mulig å anvende hydrogenfluorid inneholdende så meget som 10% vann eller mer^. For stor fortynnelse med vann er i alminnelighet uonskelig, da det \ er tilboyelig til å nedsette alkyleringsaktiviteten av katalysatoren og skaper korrosjonsproblemer. For å redusere tilbbyeligheten i for olefinporsjonen av påmatningsmaterialet til å undergå polymeri-isasjon for alkyleringen i reaktoren 2, holdes molforholdet av iso-iparaffiner til olefiniske hydrocarboner i alkyleringsreaktoren for-!trinnsvis på en verdi storre enn 1, opp til 20 : 1, og fortrinnsvis fra 3 : 1 til 15 : 1. Alkyleringsreaksjonen inntrer ved temp-jeraturer i reaktor 2 på -18 C til 93 C, og fortrinnsvis fra -1 C | til lf3°C. I alminnelighet må der skaffes en eller annen anordning jfor å fjerne reaksjonsvarmen fra reaktor 2, f.eks. ved anordninger! isom ikke er vist, såsom en innvendig kjoler eller en varmeveksler.; Trykket på alkyleringssystemet er i alminnelighet akkurat hbyt nok; til å holde hydrocarbonene og katalysatoren i praktisk talt flyt- I lende fase, dvs. fra atmosfærisk til <*>+0 atmosfærer eller mere. Kon-i jtakttiden i alkyleringsreaktoren uttrykkes bekvemt i romtid som jdefineres som volumet av katalysator inne i reaktoren eller kontaktsonen dividert med volumhastigheten pr minutt av hydrocarbon- i ireaktanter som tilfores sonen. Vanligvis vil rom-tiden være mindre;

•enn 5 minutter, og fortrinnsvis være mindre enn 2 minutter. I det 'minste en del av hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen som inne- j Iholdes i reaktoren 2 trekkes kontinuerlig av fra reaktor 2 via i ledning 3 og blandes med tilbakefort fraskilt hydrogenfluorid via \ jledningene 8 og 11 som angitt nedenfcr. I det minste en del av den; idannede blanding emulgeres og fores tilbake til reaktoren via led-^ ningene 3» 5 og 1. Resten eller nettomengden av den emulgerte blanding fores så via ledningene 5 og 6 til en lavere seksjon av det vertikale blande-avsetningsapparat 7. Blandingen fores oppover gjennom det vertikale ,blande-avsetningsapparat 7 idet man samtidig iholder blandingen i blandedelen av blande-avsetningsapparatet i en: gjennomsnittlig oppholdstid på fra 60 sek. til 1200 sek., og fortrinnsvis fra 100 sek. til 800 sek., avhengig.av sammensetningen av den blanding som tilfores til blande-avsetningsapparatet. I ;blandedelen av blande-avsetningsapparatet, frembringes der tur- ; bulent strbmning ved ikke viste anordninger såsom et forutbestemt

i antall av perforerte plater eller brett i karet. "Oppholdstid" :defineres derfor som volumet av den turbulent strbmmende hydro- j carbon-hydrogenfluoridblanding dividert med den totale nettostrbm j av syre pluss hydrocarbon. Når den bnskede oppholdstid i blande- j delen av blande-avsetningsapparatet er nådd, som forutbestemt av

den geometriske utformning av blande-avsetningsapparatet, trekkes, hydrocarboner fri for en vesentlig mengde hydrogenfluorid fra en ovre seksjon i blande-avsetningsapparatet som vist i fig. 1 via ledningen 17 og fraskilt hydrogenfluorid trekkes av for å til-bakeføres via sideutlopsledningen 8 fra en mellomliggende seksjon av blande-avsetningsapparatet. Det tilbakeforte avsatte hydrogenfluorid fores via ledningen 8 gjennom trykkreguleringsventilen 10 og så via ledningen 11 for å blandes med hydrocarbon-hydrogen-fluoridblandingen som er i ledning 3 og pumpes via pumpen k til ledningen 5 for å fores via ledning 1 til reaktoren 2. En del av det fraskilte hydrogenfluorid kan fores via ledningen 9 til syre-regenereringsanordningen som ikke er vist i fig. 1.

Som det vil bli beskrevet mere detaljert under henvisning til fig. 2, har det nye reaktorsystem, som beskrevet under henvisning til fig. 1, skaffet en forbedret fremgangsmåte ved fremstilling av et isoparaffin-olefin-reaksjonsprodukt hvorved et relativt rent reaksjonssystem med mindre bireaksjoner anvendes for å fremstille hbyoctanalkylatet med endepunkter vel under 20^°C-spesifikasjonen for motorbrenselalkylat, mens samtidig, syrefor-bruket pr. volumenhet fremstillet alkylat var betraktelig mindre enn ved en hvilken som helst av de såkalte moderne hydrogenfluoridalkyleringsenheter i kommersiell anvendelse idag og, produksjon av bek, polymerer og blandede fluorider som alltid har vært et problem i kommersielle hydrogenfluoridalkyleringsanlegg, ned-settes.

Et spesielt eksempel på driftsmåten ved prosessen med hydrogenfluorid som alkyleringskatalysator og hvordan fremgangsmåten utfores som angitt ovenfor under henvisning til fig. 1, er beskrevet i det fblgende i forbindelse med fig. 2.

Dette eksempel belyser fremgangsmåten ved foreliggende oppfinnelse ved fremstilling av et isoparaffin-olefin-reaksjonsprodukt hvorved et alkylert produkt med oket produktkvalitet efterpå fåes ved en meget lav og hittil uoppnåelig katalysatorforbruks-hastighet. Et olefininneholdende påmatningsmateriale i en mengde av 33lt-,5 m^ pr dag blandes med et isoparaf f ininneholdende påmatningsmateriale i en mengde av 38,3 m^ pr dag og fores til forbe-handlingsanordning som ikke er vist, for å torre påmatningsmaterialet og den forbehandlede strom fores som en væske gjennom ledningene 101 til alkyleringsreaktor 102. Sammensetningen av den olefin-inneholdende påmatningsstrom for sammenblandingen, i mol-prosent, er som folger: ethan 0,1^, propylen 20,1#, propan 1^,8^, butylener 2^,1^, isobutan 30,9#, normal butan 9>8#, pentaner 0, 2%. Sammensetningen av det isoparaffin-inneholdende påmatningsmateriale er 0,8 mol% propan, 9^,8 mol% isobutan og k, h mol$ normal butan. En isobutan-rik paraffin-resirkuleringsstrom hiandes med isoparaffin-olefinhydrocarbonstrommen i ledning 101 via ledning 1^5» beskrevet nedenfor, og fores tilbake til reaktoren. Den forenede strom i ledning 101, dvs. isoparaffin-olefinhydrocarbonstrommen i kombinasjon med den isobutanrike paraffintilbakefbrings-strom fremstilt som beskrevet nedenfor, blandes med hydrogenfluoridkatalysator i regulerte mengder slik at et syre til hydrogen-volumforhold på 2,0 opprettholdes. Til å begynne med trekkes frisk hydrogen-fluoridkatalysator fra lagringskaret 112 via ledningen 113 til pumpen llh og fores via ledningen 115 gjennom reguleringsventilen 116 til ledningen 11 og fores så via ledningen 103, pumpen 10^- og ledningen 105 for å blandes med den kombinerte påmatning i ledning 101, som beskrevet ovenfor, for den går til alkyleringsreaktoren 102. For å nedsette tilbøyeligheten for den olefiniske del av påmatningsmaterialet til å undergå polymerisasjon for alkylering i reaktoren 102, er det bnskelig å holde det molare forhold av isoparaffiner til olefiniske hydrocarboner i alkyleringsreaktoren på en verdi i området fra 3 : 1 til 15 : 1 molar. Reaktor 102 holdes ved en temperatur på ca. 2k°C for å bevirke den onskede alkylering i foreliggende tilfelle. Anordning for å fjerne reaksjonsvarmen fra reaktor 102 må skaffes, f.eks. ved anordning ikke vist, såsom en innvendig kjoler eller en varmeveksler. Trykket på alkyl-eringsreaktorsystemet holdes ved ca. 15 atmosfærer for å holde hydrocarbonene og katalysatoren i praktisk talt flytende fase. Som angitt ovenfor under henvisning til fig. 1, uttrykkes kontakttiden i alkyleringsreaktoren bekvemt i rom-tid som defineres som volumet av katalysator i reaktoren eller kontaktsonen, delt med volumhastigheten pr. minutt av hydrocarbonreaktanter tilfort til sonen. Kontakttiden i reaktor 102 ble opprettholdt i 1 minutt, hvorunder blandingen ble holdt i intim kontakt med katalysatoren slik at alkylering inntrådte. I foreliggende tilfelle var reaktoren vann-kjblet for å fjerne den ved reaksjonen utviklede varme. I det minste en del av hydrocarbon-hydrogenfluoridet i reaktor 102 trekkes kontinuerlig av fra reaktor 102 via ledning 103 og blandes med tilbakefort avsatt hydrogenfluorid via ledninger 108 og 111 som angitt nedenfor. I det minste en del av den dannede blanding emulgeres og fores tilbake til reaktoren via ledningene 103, i05 og 101. Resten eller nettomengden av den emulgerte blanding fores så via ledningene 105 og 106 til en lavere seksjon av det vertikale blande-avsetningsapparat 107 for passasje oppover gjennom denne. Ved denne driftsmåte frembringer sirkulasjonen av emul-sjonen blanding i reaktoren og utnyttes også som et varmeutlop.

I tillegg anvendes pumpen 10*f som anordningen for å pumpe emul-sjonen tilbake til reaktoren og utgjor en anordning for å variere carbon til syreforholdet med en pumpe og derved frembringe bkonoml i driften.

Det vertikale blande-avsetningsapparat 107 er et kar 10,7 m hby, 555 m i diameter og inneholder i blandedelen av blande-avsetningsapparatet, dvs. bunndelen av dette, kar, 20 bunner eller skåler eller perforerte plater i 30 cm avstand konstruert for et totalt trykkfall på 0,56 til 0,70 kg/cm p. Som angitt ovenfor under henvisning til fig. 1, defineres oppholdstiden i blandedelen av blande-avsetningsapparatet som volumet av den turbulent strbmmende hydrocarbon-hydrogenfluorblanding dividert med den totale nettostrbm av syre pluss hydrocarbon. Med blande-avsetningsapparat-konstruksjon er den gjennomsnittlige oppholdstid som legges til operasjonen mens blandingen fores oppover gjennom det vertikale blande-avsetningsapparat ca. 300 sekunder. Turbulent strbmning bevirkes selvsagt av de perforerte plater eller bunner ved den hbye strbmningshastighet hvormed påmatningen fores til blande-avsetningsapparatet 107 da i foreliggende tilfelle, pumpe 10^ er en 22,7 m pr minutt sirkulasjonspumpe. Eftersom den bnskede oppholdstid i blandedelen av blande-avsetningsapparatet nåes, skilles hydrocarbonene og hydrogenfluoridet i avsetningsdelen av blande-avsetningsapparatet. Hydrocarboner frie for en vesentlig mengde hydrogenfluorid trekkes ut fra den ovre seksjon av blande-avsetningsapparatet som vist i fig. 2 via ledningen 117 og fores til en isoavdriver 118 som beskrevet nedenfor. Fraskilt hydrogenfluorid trekkes av for tilbakefbring til reaktoren via sideuttaks-ledning 108 fra en mellomliggende seksjon i blande-avsetningsapparatet. Det tilbakeførte fraskilte hydrogenfluorid fores via ledningen 108 gjennom trykkreguleringsventil 110 og derpå via ledningen 111 for å blandes med hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen som inneholdes i ledning 103 og pumpes via pumpe 10h til ledningen 105 for å gå via ledning 101 til reaktor 102. En del av det fraskilte hydrogenfluorid fores via ledningen 109 til syreregenerator 121.

Den totale hydrocarbontilbakefbring som i foreliggende tilfelle, fåes fra prosessen via ledningen l*+5, som vil bli beskrevet nedenfor i stbrre detalj, og som i ledning 101 går til reaktor 102 utgjor en mengde på 2628, k- m^ pr. dag. Sammensetningen, i mol$,

av denne strom er som folger: propan 10,7$, isobutan 79,8$, normal butan 8,9$, pentaner 0,3$ og alkylat 0,3$. Den totale kombinerte påmatning på reaktor 102 fra ledning 101 like for innfbring deri, er derfor totalt 3001,0 m^ pr. dag. Den totale samlede påmatning defineres som den friske påmatning pluss den samlede hydrocarbontilbakefbring som fåes fra prosessen. Sammensetningen av den totale forenede påmatning, i mol$, er som folger: ethan spor, propylen 2,<>>+$, propan 11,25?, butylener 2,9$, isobutan 7^,1$, normal butan 9,0$, pentaner 0,2$ og alkylat 0, 2%. Emulsjonssirkuler-ingshastigheten er fastsatt til 22575,6 m^ pr. dag og nettomateri-alet til blande-avsetningsapparatet 107 fra ledning 106 er 8811,0 m-^

pr. dag. Av denne mengde er 29^3>9 nH pr. dag hydrocarbon og resten er hydrogenfluoridkatalysator. Sammensetningen av hydrocarbondelen av påmatningen til blande-avsetningsapparatet 107, i mol$, er som folger: ethan spor, propan 12,1$, isobutan 72,2$, normal butan 9,5$, pentaner 0,5$, alkylat 5,7$ og bek spor. I blande -avsetningsapparatet underkastes hydrocarbon-hydrogenfluoridblandingen turbulent strbmning og efter den forutbestemte oppholdstid er avsluttet, trekkes der 2959,8 m^ pr. dag av fra den ovre seksjon av blande-avsetningsapparatet 107 via ledning 117 og fores til isoavdriveren 118. Av disse 2959,8 m^ pr. dag påmatningsstrbm til isoavdriveren, er 29<1>+3,9 m^ pr. dag hydrocarbon og 15,9 nH pr. dag hydrogenfluorid. Hydrocarboner fri for en stbrre mengde hydrogenfluorid trekkes således på denne måte av og fores til isoavdriveren. Sideutfbringsledning 108 fra en mellomliggende seksjon i blande-avsetningsapparatet ovenfor blandedelen av karet, utgjor en anordning for å trekke av 5851,2 m^ pr. dag av fraskilt hydrogenfluorid. Det meste av denne avsatte syre fores tilbake via

ledningene 108 og 110 for å gå- tilbake til reaktor 102 som ovenfor angitt. En mindre del av det fraskilte hydrogenfluorid, nemlig 15,9 m^ pr. dag fores via ledning 109 til syreregenerator 121 via j to mateledninger 119 og 120. Ved denne driftsmåte frembringes et I alkylatprodukt med forbedret produktkvalitet som vil bli angitt ; nedenfor, under henvisning til resten av hydrogenfluoridalkyler- ; ingsprosesskjemaet, som vist i fig. 2. i

Som angitt ovenfor trekkes hydrocarboner fri for en stbrre

i mengde hydrogenfluorid av fra den ovre seksjon av blande-avsetningsapparatet 107 via ledning 117 og innfores i isoavdriver 118.. Denne innfbrsel finner sted på den bverste plate i isoavdriveren.. ; Isoavdriveren er en fraksjoneringskolonne 2,13 m i diameter og ; inneholdende 50 plater anbragt 61 cm fra hverandre. Den arbeider ved et trykk på ca. 10,5 kg/cm<2> med en topptemperatur på ca. 68°C\ ■ og en bunntemperatur på ca. 177°C. Den arbeider uten utvendig tilr bakelop. Isoavdriver 118 tilfores nær midten av karet med en met-\ ningsbutanstrbm. På tegningen er denne metningsbutan angitt som , kommende gjennom ledning 128 inne i en ovre midtre del av isoavdriveren. Det nbyaktige punkt hvor metningsbutanstrommen bor komme inn, bestemmes av forholdet mellom iso- og normale paraffiner. Denne metningsstrbm skaffer isobutan til å supplementere den som inneholdes i den olefin-holdige påmatning. Overskudd av normal butan trekkes av lengere ned i denne kolonne som et sideuttak som vist på tegningen ved ledning 132, og forlater systemet som et j eget produkt.

I isoavdriver 118 fåes en betraktelig adskillelse mellom det laverekokende isobutan og hbyerekokende normale butan og reak-sjonsprodukter. En kombinasjon av isobutanflashing og alkylat-avdrivning fåes i isoavdriveren. Som angitt ovenfor, har kolonnen; intet utvendig tilbakelbp og arbeider som en ekte avdriver. Det er ikke lenger nbdvendig å anvende hbye bg derfor meget dyre til-, bakelbpsforhold for å skaffe isobutan av hby renhet som tilbake- ; foring til reaktoren. Det normale butan som er tilstede i olefin-! påmatningen til alkyleringsenheten, pluss det normale butan som ij alminnelighet finnes i lsobutanstrbmmen "utenfra" pluss den lillej mengde av normal butan som fremstilles i selve alkyleringsprosess^n, må dessuten alle forlate systemet. Hvis f.eks. dette normale butan fikk lov til å oppsamles i utlbpet, ville dets damptrykk bli meget

.. „ i

hoyt og ingen kontroll av damptrykket av alkylatproduktet kunne \ utoves uten anvendelse av et efterfolgende stabiliseringstrinn. I Ved konstruksjonen av moderne alkyleringsenheter, oppnåes damp-; trykkreguleringen ved å trekke av et damp-sidelop ved et passende punkt på isoavdriveren som angitt ovenfor. Stillingen av avtrek-' ningspunktet velges i alminnelighet slik at sidelbpet for normal j butan vil inneholde mindre enn 5$ isobutan og mindre enn h% pent-j aner og alikevel tillate noen kontroll av damptrykket av alkylatj produktet.

I foreliggende prosess mates 55)7 w P**. dag av metningsbutaii-er fra en råenhets depropanisbr, som ikke er vist, inn i ledning j ! 128 for å fores inn i isoavdriver 118. Fra ledning 132 forlater i I 61,2 m^ pr. dag av overskudd av normal butanprodukt systemet som

i et eget produkt. Sammensetningen av denne strom i mol$ er <*>+,3$

i isobutan, 90)35? normal butan, 3)6$ pentaner og 1,8$ alkylat. Iso-i avdriverens toppavlbp i en mengde av 2689,5 m pr. dag trekkes av'

i via ledning 133 og fores til kondensatoren 13^, beskrevet nedenfor.

<1> Sammensetningen av isoavdriverens toppavlbpsfraksjon, i mol$, er

som folger: ethan spor, propan 13,0$, isobutan 77,8$, normal butan 8,6$, pentaner 0,3$ og alkylat 0,3$. Bunnproduktet fra isoavdriver 118 fores tilbake gjennom oppvarmeren 127, via ledningene 130 og 131, hvor hbye spiraltemperaturer opprettholdes for å spalte even-tuelle organiske fluorider som kan være tilstede i alkylatet. Netto bunnstrbmmen som trekkes av fra isoavdriveren, utgjor ferdig motorbrenselalkylat av det bnskede damptrykk. I foreliggende til-' felle produseres 2^8,8 m^ pr. dag av bnsket alkylatprodukt. Det fremstilte alkylat er åv forbedret kvalitet sammenlignet med andre såkalte moderne hydrogenfluoridalkyleringsenheter som anvender et blandet olefin-påmatningsmateriale. Fullstendig alkylatundersbkel-: ser og sammenligninger er angitt nedenfor efter avslutningen av : beskrivelsen av prosessgangen.

Som nevnt ovenfor, blir 2689,5 m-3 pr. dag isoavdriver topp-avlbps hydrocarbon og 15,9 m pr. dag hydrogenfluorid, trukket fra isoavdriver 118 via ledning 133 og fort til kondensatoren 13^. Behovet for passende konstruksjon av toppavlbpssystemet fra isoavdriveren, er nbdvendig da, som vist ovenfor, propan fjernes; fra toppen sammen med isobutanet i isoavdriver topproduktet. Ved i hjelp av kondensatoren 13^ skjer en anrikning av propanstrommen hvorved storrelsen av depropaniseringskolonnen reduseres sterkt. Topproduktet fra isoavdriveren bestående hovedsakelig av iso- j butan avkjbles således og fores tilbake til reaktoren sammen med ii bunnproduktet fra depropanisatoren, beskrevet nedenfor.

Isoavdriver toppavlbpssystemet som i foreliggende tilfelle består av kondensatoren 131*, forlag I36 og ledninger 135, 138 og i 137, drives slik at 2381,0 m^ pr. dag netto isoavdriver toppavlbp-med en sammensetning, i mol$, av: propan 11,8$, isobutan 78,8$, normal butan 8,8$, pentaner 0,3$ og alkylat 0,3$, fåes i ledningen m-0 for sammenblanding med depropanisatorbunnavlbpet i ledning 1^4 for å danne den totale hydrocarbontilbakefbring, som beskrevet ovenfor, som fores via ledning 1^5 til et blandingstrinn med den ; friske påmatning til prosessen som kommer via ledning 101. En strom av dette materiale i ledning l<*>+5 trekkes av via ledning lk6 . og fores til en bunnseksjon i syreregenerator 121.

Syreregenerator 121 er et kar h6 cm i diameter og inneholder 5 bunner eller perforerte plater i <*>+6 cm avstand. Den arbeider ved et trykk på ca. 10,5 kg/cm<2> med en topp-temperatur på ca:.. 88°C og' en bunntemperatur på ca. 20k°C. Som nevnt ovenfor fores en mindré mengde av det avsatte hydrogenfluorid, nemlig 15,9 ^ pr. dag, fra blande-avsetningsapparatet 107 via ledningene 108 og 109 til de to påmatningsledninger 119 og 120. Det regenererte hydrogenfluorid renses i denne regenereringssone ved fraksjonering. Det regenererte rekonstituerte hydrogenfluorid fra sone 121 fores gjennom ledning IV7 til tilblanding med friskt hydrogenfluorid i ledning 113 og fores efter behov som angitt ovenfor, til reaktoren 102 for resirkulering i prosessen som ovenfor beskrevet. Tunge bek-lignende polymerer og den konstantkokende blanding fores så via ledning 122 til bekutskilleren 123 hvor den konstantkokende bland4 ing fores via ledning 12h til et nbytraliseringskar og bekprodukt-ene frembragt i prosessen i en mengde på vanligvis under 0,8 m^ pr. dag, fores via ledning 125 sammen med oppvarmningsbrensel fra j ledning 126 til oppvarmeren 127 for isoavdriveren, som beskrevet ovenfor. Ved denne driftsmåte frembringer syreregeneratoren re-konstituert hydrogenfluorid som fores tilbake i prosessen for å holde hydrogenfluoridet på optimal styrke i prosessen. Regener-atorbunnproduktet anvendes til å gi en del av det brensel som er j i

nodvendig for oppvarmeren 127 slik at driftsøkonomien bedres. i Ved å gå tilbake til isoavdriver toppavlbpssystemet som be- ;

står av kondensor 13<*>+, forlag 136 og ledningene 135, 137 og 138, fores 2689,5 m pr. dag hydrogencarbon og 15,9 m pr. dag hydrogenfluorid til kondensatoren 13^. Ved riktig drift av dette system som beskrevet ovenfor, fores 2381,0 m<J> pr. dag av-isoavdriver toppavlbp til et blandetrinn med depropanisatorbunnavlbp, og går så til reaktoren som samlet hydrocarbontilbakefbring via ledning 1^5! til prosessen. Resten av de 2689,5 m pr. dag hydrocarbon og 15,9 m^ pr. dag hydrogenfluoridstrbm som går til kondensatoren 13^, dvs. 308,5 m^ pr. dag hydrocarbon har en sammensetning, i :'mol$., av: ethan 0,1$, propan 23,1$, isopropan 69,0$, normal butan

7,7$ og pentaner 0,1$, fores til avsetningsapparatet 139 hvori

. 13,7 ^ pr. dag hydrogenfluorid avsettes og går som en syretilbake fbringsstrbm til reaktor 102 via ledning lhl. Hydrocarbondelen av det materiale som går til avsetningsapparatet 139, har medrevet deri en liten mengde hydrogenfluorid som går til depropaniseringskolonnen. Påmatningen på depropaniseringskolonnen består således av 308,5 m^ pr. dag hydrocarbon, beskrevet ovenfor, og 2,2 m^ pr. dag hydrogenfluorid. Denne påmatningsstrbm passerer, fra avsetningsapparatet 139 via ledning 1^2 til depropaniseringskolonne lU-3.

Depropaniseringskolonne 1^3 er et kar 1,22 cm i diameter inneholdende 15 perforerte plater i avstand 61 cm fra hverandre. Depropaniseringskolonnen arbeider ved et trykk på ca. 19,3 kg/cmp med en topptemperatur på ca. 52°C og en bunntemperatur på ca. 102°C.

Hensikten med depropaniseringskolonnen er å fjerne overskudd av propan fra den tilbakefbrte isobutanstrbm. Depropanisatoren drives slik at depropanisatorbunnavlbpsstrbmmen fåes i en mengde på 2^7 A m^ pr. dag. Denne strom har en sammensetning, i mol$,

i ledning l¥+, for sammenblanding med de 2381,0 m^ pr. dag av isoavdriver toppavlbp i ledning m-5, som folger: propan 1,0$, isobutan 89,1$, normal butan 9,8$ og pentaner 0,1$. Denne strom blandes så i ledning lk5 med isoavdriver toppavlbpet fra ledning ll+O og går som" samlet hydrocarbon tilbakeføring til reaktoren via ledning 1^5 som beskrevet ovenfor. Depropanisator toppavlbps-strbmmen trekkes av fra depropanisator 1^3 via ledning 1^8 og går til forlaget 1^9 hvori en del av det innesluttede hydrogenfluorid avsettes og går via ledning 150 til syretilbakelbps-

ledning l^l, beskrevet ovenfor. Depropanisator toppavlbpsproduktet inneholder fremdeles en liten mengde hydrogenfluorid og fores derpå til en liten kolonne, hydrogenfluoridavdriver 152 fra forlaget i 1^9 via ledning 151. En del av denne strom anvendes imidlertid som tilbakelbp for depropaniseringskolonne \ h3 og går fra ledning 151 via ledning 155 til en ovre del av depropanisatoren.

Hydrogenfluorldavdriver 152 er et kar 51 cm i diameter og inneholder 20 skåler anbragt 30,5 cm fra hverandre. Hydrogenfluor-idavdriveren arbeider ved et trykk på ca. 21,1 kg/cm og en topp-og bunntemperatur på ca. 62°C. Ved denne driftsmåte fjernes 61,0 m^ pr. dag propanprodukt fra hydrogenfluorldavdriver 152 via ledning 156. Sammensetningen av dette propanprodukt, i mol$, er som folger: ethan 0,6$, propan 98,3$ og isobutan 1,1$. Hydrogenfluoridavdriv-eren fjerner hydrogenfluoridet fra denne propanrike strom og hydrogenfluoridet fjernes via ledning 153 °g går via kontroll-ventilen ±5K til ledning IhQ for å gå til forlaget 1M-9 hvori hydrogenfluoridet som er tilbake avsettes og fores via ledning 150 til syretilbakefbringsstrbm Ihl som beskrevet ovenfor.

Når en hydrogenfluoridalkyleringserihet drives på den ovenfor beskrevne måte, under anvendelse av den forbedrede fremgangsmåte ifblge oppfinnelsen, fåes et motorbrenselalkylatprodukt med et endepunkt vel under 201+°C og et blyoctantall over 105 ved et katalysatorforbruk på mindre enn 566 g hydrogenfluorid pr. m^ fremstilt alkylat. Dessuten, som angitt nedenfor, er det som det vil sees ved sammenligning av alkylerte produkter erholdt fra andre enheter med alkylatet erholdt fra foreliggende enhet drevet ved arbeids-betingelser praktisk talt som angitt ovenfor, klart at et bedre alkylat er fremstilt fra en propylenholdig påmatning i en bkonomisk operasjon.

Ved denne fbrste sammenligning ble to alkylater fremstilt fra to forskjellige hydrogenfluoridalkyleringsenheter. Anlegg "A" fremstilte alkylat under anvendelse av prosesskjemaet beskrevet ovenfor under henvisning til fig. 1 og 2. Anlegg "B" fremstilte alkylat i et annet såkalt moderne hydrogenfluoridalkyleringsanlegg uten det nye reaktorsystem som ble anvendt i anlegg "A". Anlegg "B" hadde et reaktorsystem innbefattende en kontaktsone og horison-talt avsetningsapparat. For å få en rettferdig sammenligning mellom disse to anlegg, ble der som det ene mål for de to anlegg satt opp et octantall på over 105,0 for en bensin tilsatt en viss mengde tetraethylbly ("F-l clear+ 3 cc TEL") ifblge ASTM for prbvning av antibankning av motorbrennstoff hvor "F-l clear" betegner octan-tallet for den rene bensin). Driftsbetingelsene ble valgt for å oppnå et slikt octan.

For at anlegg "B" skulle produsere alkylat av denne kvalitet octan, viste det seg at ved en reaksjonstemperatur på 2l+°C, krevdes et isobutan til olefinmolforhold på 20 : 1 ved en hydrogenfluoridsyregrad på 91,5 % for å få et F-l clear-»- 3cc TEL"-octantall på 106,5' Dessuten var propyleninnholdet av den samlede olefinpåmatning til enheten begrenset til bare 19,<*>+ vol$. Anlegg "A" produserte imidlertid alkylat av 106,8 blyholdig octantall ("F-l clear-»- 3cc TEL") ved en reaksjonstemperatur på 23°C med et 11:1 isobutan til olefin molforhold ved en hydrogenfluoridsyregrad på 83,2$. Propyleninnholdet av den totale olefinpåmatning til anlegget var dessuten 31)7 vol$, mere enn 1,6 ganger det i anlegg "B". Det er derfor: bare mulig å trekke den slutning at alkylat fremstilt i anlegg "A" utgjor et bedre produkt enn det som fremstilles i anlegg "B", da ved omtrent samme alkylatoctantall gir anlegg "A" et alkylat ved et meget lavere isobutan til .olefinforhold og med et hbyere prop-yleninnhold i chargen ved omtrent samme reaksjonstemperatur og en lavere syregrad. Dessuten inneholdt alkylat fremstilt i anlegg "A" 89,^ vekt$ (av de totale Cg<1>er fremstilt) trimethylpentaner sammenlignet med 86,6 vekt$ (av de totalt fremstilte Cg'er) i alkylatet fremstilt i anlegg "B" hvilket viser at mindre bireaksjoner fant sted i alkyleringsreaksjonen som ble utfort i anlegg "A". Der var også tegn på produktspaltning i alkylatet fra anlegg "A" på grunn av stagnasjon i dette reaktorsystem. De bedre kvaliteter av alkylatet fremstilt i anlegg "A" fremgår videre av en annen sammenligning med et annet alkylat fremstilt i dette anlegg med et alkylat fremstilt i anlegg "C".

Ved denne sammenligning var påmacningen til anlegg "C" som konstruksjonsmessig lignet anlegg "B", 39 vol$ propylen beregnet på den totale olefinpåmatning til anlegget, mens påmatningen til anlegg "A" var 33 vol$ propylen, beregnet på den totale olefinpåmatning til anlegget. Anleggene ble drevet ved sammenlignbare driftsbetingelser slik at en rettferdig direkte sammenligning kunne gjores mellom de fremstilte alkylater. Fullstendige produkt-data er angitt i tabell 1. \

Undersøkelsene av sammensetningene angitt i tabell 1 viser at hovedforskjellen mellom alkylatene var graden av biprodukt- j dannelse. Alkylatet fremstilt i anlegg "C" var hbyere i isopentan i og hbyere i materialer tyngre enn Cg'er. Alkylatet fremstilt i anlegg "C" hadde en fraksjon hbyere enn CQ på 11,5 vekt# sammen- i lignet med 5»9 vekt% fremstilt i anlegg "A". Videre sammenligning

i av Cg-fraksjonene av de fremstilte alkylater viser at alkylatet

fremstilt i anlegg "A" hadde en gunstigere fordeling enn den frem-i stilt i anlegg "C", dvs. at der var M-8,2 vekt$ (av det totale alkylat) trimethylmethaner fremstilt i alkylatet fra anlegg "A" sammenlignet med 36,1 vekt$ (av det totale alkylat) trimethylpentaner fremstilt i anlegg "C". Sluttproduktet for alkylatene viser videre at alkylatet fra anlegg "C" hadde mere av de tunge endeprodukter enn alkylatet fra anlegg "A". Produktsammensetningen av alkylatet fra anlegg "A" viser derfor et relativt rent reaksjonssystem med mindre blreaksjoner, og, med et katalysatorforbruk på under 97 g hydrogenfluorid pr. tbnne alkylat fremstilt i anlegg "A" viser dette at den bkede produktkvalitet av det fremstilte alkylat, dvs. alkylatoctantallet og alkylatproduktsammensetningen,. ble ikke ofret på bekostning av en bkonomisk drift. Det kan derfor sluttes at alkylatet fremstilt i anlegg "A" under anvendelse av

det nye reaktorsystem ifblge oppfinnelsen, er overlegent med hen-syn på produktkvalitet sammenlignet med det fremstilt ved andre såkalte moderne hydrogenfluoridalkyleringsenheter som er i bruk idag.

Claims (1)

1. Fremgangsmåte ved alkylering av et isoparaffin ved å fore

   en hydrogenfluoridkatalysator og en blanding inneholdende et iso-: paraffin og et olefin til en alkyleringsreaktor, idet der konti- nuerlig trekkes av fra reaktoren en hydrocarbon-hydrogenfluorid-katalysatorblanding, og en strom av hydrocarbon-hydrogenfluorid-katalysatorblanding fores gjennom et mellombehandlingstrinn og derpå til et avsetningsapparat hvori en hydrocarbonfase skilles fra en hydrogenfluoridkatalysatorfase, og at en strom av den fra-! skilte hydrogenfluoridkatalysatorfase fores tilbake til reaktoren^ karakterisert ved at den dannede hydrocarbon-hydrogenfluoridkatalysatorblandingen trekkes av fra reaktoren, blandes med fraskilt hydrogenfluoridkatalysatorfase trukket av i fra avsetningsapparatet, den erholdte blanding emulgeres, en del j av den emulgerte blanding fores til reaktoren og resten av den ; emulgerte blanding fores til en nedre del av et vertikalt blande- i avsetningsapparat og fores derpå oppover gjennom den nedre del som utgjor en blandeseksjon, til den ovre del som utgjor en av-setningsseks jon med en hastighet ved hvilken den emulgerte bland-; ing holdes i blandeseksjonen i en gjennomsnittlig tldslengde på fra 60 sekunder til 1200 sekunder, hydrocarboner som er frie for ; vesentlige mengder av hydrogenfluoridkatalysator, trekkes av fra den ovre del av avsetningsseksjonen, og avsatt hydrogenfluoridkatalysator trekkes av fra den nedre del av avsetningsseksjonen og fores tilbake for å blandes med hydrocarbon-hydrogenfluoridkatalysatorblandingen som trekkes av fra reaktoren.