NO176092B - Fremgangsmåte for omdanning av alifatiske C2 - C6-hydrocarboner til cycloalkaner - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte for fremstilling av cycloalkaner fra et utgangsmateriale som består av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner,

Ved utvinning av råolje fra oljebrønner utvinnes det også mye lett materiale, som for eks. methan, ethan, propan og lignende hydrocarboner. Svært ofte vil den produserte mengde av disse materialer, samt vanskeligheten ved transport av disse materialer til et marked i rørledning eller med skip føre til at disse verdifulle materialer fakkelforbrennes som spillgasser eller injiseres tilbake i brønnen. Én fremgangsmåte som er blitt anvendt for å eliminere dette problem er å omdanne disse flyktige hydrocarboner med lav molekylvekt til hydrocarboner med høyere molekylvekt, som på enkel måte lar seg transportere til markedene gjennom råoljerørledninger. Én slik fremgangsmåte for oppgradering av slike lette hydrocarboner er dehydrocyclodimeriseringsprosessen.

Dehydrocyclodimeriseringsprosessen produserer et produkt med høyt aromatinnhold fra et utgangsmateriale som består av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner. To relativt betyde-lige biproduktstrømmer som består av hydrogen og Cx - (^-hydrocarboner dannes også. I avsidesliggende områder av verden og ved mangel av raffineringsprosesser som krever hydrogen, må biprodukter som hydrogen og lette hydrocarboner avhendes, vanligvis ved at de brennes. Derfor er det i høy grad ønskelig med en fremgangsmåte som maksimerer mengden av transportable produkter som fås fra et utgangsmateriale som består av flyktige, lette hydrocarboner, mens minimering av produksjonen av ubrukelige lette biprodukter i høy grad er ønskelig.

Det finnes mange patenter som angår oppgradering av lette hydrocarbonutgangsmaterialer til et transportabelt produkt. Ingen av de tidligere kjente fremgangsmåter er imidlertid fokusert på maksimering av volumutbyttet av flytende produkt ved en slik fremgangsmåte ved først å omdanne de lette hydrocarboner til aromatiske hydrocarboner, fulgt av hydrogenering av aromater og olefiner i produktet.

US patentskrift nr. 4 704 496 beskriver en fremgangsmåte for omdannelse av lette hydrocarboner til transportable materialer ved at hydrocarbonene reagerer med oxydinitiatorer, som for eks. nitrogenoxyder. Denne fremgangsmåte anvender imidlertid ikke en fast katalysator. I tillegg dannes det i prosessen ifølge US patentskrift nr. 4.704.496 noen aromatiske hydrocarboner som ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelse normalt ville bli hydrogenert til et produkt med høyere volumutbytte av flytende fase som resultat.

Fremgangsmåter for aromatisering av lette, flyktige hydrocarboner er velkjente. For eks. beskriver US patentskrift nr. 3 843 740 en fremgangsmåte for aromatisering av et hydrocarbonutgangsmateriale i et reaksjonssystem i nærvær av to katalysatorer. I tillegg er en fremgangsmåte for fremstilling av aromater av flytende gass (LPG) beskrevet i en artikkel av J.R. Mowry et al med tittel "Process Makes Aromatics from LPG" i Oil and Gas Journal, bind 83, nr. 48, side 128-131 (2. de-sember 1985). Artikkelen beskriver hvordan aromater kan produseres av LPG i én enkelt prosess. De ovennevnte referanser, som i likhet med de fleste beskrivelser av fremgangsmåter for oppgradering av LPG til aromater, har fremstilling av aromater og ikke maksimering av volumutbyttet av flytende produkt som mål. Derfor sies det i de to prosesser som er beskrevet ovenfor ingenting om direkte hydrogenering av den aromat- og hyd-rogenholdige prosesstrøm for maksimering av prosessvekten og volumutbyttene.

Med den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes det nå en ny fremgangsmåte for fremstilling av cycloalkaner fra et utgangsmateriale som består av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner, hvilken fremgangsmåte utmerker seg ved at: (a) et hydrocarbonutgangsmateriale (1) som består av minst ett C2 - C6 alifatisk hydrocarbon føres inn i en reaksjonssone for dehydrocyclodimerisering (6) som inneholder en dehydrocyclodimeriseringskatalysator og drives ved dehydro-cyclodimeriseringsbetingelser som er valgt slik at det i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering dannes en avløps-strøm (7) som består av aromatiske hydrocarboner og hydrogen, (b) avløpsstrømmen (7) fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres inn i en reaksjonssone for hydrogenering (8) som inneholder en hydrogeneringskatalysator og drives ved reaksjonsbetingelser for hydrogenering som er valgt slik at de aromatiske hydrocarboner omdannes til cycloalkaner, og (c) produktene fra reaksjonssonen for hydrogenering utvinnes.

Ved hjelp av denne nye fremgangsmåte fremstilles et produkt med høyere vekt- og volumprosent av transportable hydrocarbonprodukter i forhold til tilførselsstrømmen enn det produkt som fremstilles ved hjelp av konvensjonelle ettrinns oppgraderingsprosesser for lette hydrocarboner.

I en særlig foretrukken utførelse av den foreliggende fremgangsmåte blir utgangsmaterialet bestående av C2-C6 alifatiske hydrocarboner forvarmet i en varmevekslingsinnretning ved kontakt med avløpstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering, før den føres inn i en reaksjonssone for dehydrocyclodimerisering som inneholder en katalysator bestående av en ZSM-5 zeolittkomponent, en aluminiumoxydkomponent som inneholder fosfor, samt gallium. Reaksjonssonen drives ved reaksjonsbetingelser for dehydrocyclodimerisering som omfatter en temperatur på 400-600°C, et trykk på 0,25-10 atmosfærer og en væskeromhastighet pr. time på 0,5-5 timer"<1>. Avløpsstrømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, som er fremstilt i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, består av hydrogen, methan, ethan, ethylen, C3 - C5 alifatiske hydrocarboner og C6<*> aromatiske og alifatiske hydrocarboner. Avløpsstrømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres i sin helhet inn i en reaksjonssone for hydrogenering. Reaksjonssonen for hydrogenering inneholder en hydrogeneringskatalysator som består av platina eller en annen metallkomponent fra Gruppe VIII på aluminiumoxyd. Reaksjonssonen for hydrogenering drives ved betingelser for hydrogenering som omfatter en inngangstemperatur på 125-250°C, et trykk mindre enn trykket i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, og en væskeromhastighet pr. time på 1,0-5,0 timer"<1>. Den resulterende pro-duktstrøm fra reaksjonssonen for hydrogenering inneholder mer cycloalkaner, færre aromater og mindre hydrogen enn avløps-strømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering og har en betydelig høyere temperatur enn denne avløpsstrøm på grunn av den eksoterme hydrogeneringsreaksjon som har funnet sted i hydrogeneringstrinnet. Produktstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering føres deretter inn i en varmevekslingsinnretning hvor den bidrar med varme til de C2 - C6 alifatiske hydrocarboner som anvendes som utgangsmateriale i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, som beskrevet tidligere. Det vil si at temperaturen i produktstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering reduseres ved hjelp av varmevekslingsinnretningen, mens temperaturen i tilførsels-strømmen av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner økes ved hjelp av varmevekslingsinnretningen. Produktstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering som forlater varmevekslingsinnretningen skilles så i fraksjoner som består av hydrogen, methan, C2 - C4 alifatiske hydrocarboner, samt C5<+> cycloalifatiske og aromatiske hydrocarboner. Ved dette punkt resirkuleres de C2 - C4 alifatiske hydrocarboner til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, mens de gjenværende fraksjoner utvinnes.

Tegningen er et forenklet flyteskjema for fremgangsmåteen i en foretrukken utførelse av oppfinnelsen. Diverse pumper, varmevekslere, ventiler, kontrollinstrumenter, mindre beholdere, fraksjoneringsinnretninger og lignende er utelatt eller i vesentlig grad redusert for gjøre tegningene klarere og således lette forståelsen av den foreliggende fremgangsmåte.

Under henvisning til figuren føres en hydrocarbon-tilførselsstrøm som består av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner inn i fremgangsmåteen gjennom rør 1. Denne tilførselsstrøm kan forenes med resirkuleringsstrøm 2, som består av C2 - C5 alifatiske hydrocarboner gjenvunnet i fremgangsmåteens separasjonssone, for å oppnå en kombinert tilførselsstrøm 3 til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. Den kombinerte til-førselsstrøm 3 går inn i en varmevekslingsinnretning 4 hvor den oppvarmes ved at den i varmevekslingsinnretningen har kontakt med utløpsstrømmen 9 fra reaksjonssonen for dehydrogenering. Den kombinerte tilførselsstrøm til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, som er blitt oppvarmet i varmevekslingsinnretning 4, føres til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering 6 gjennom rør 5. I reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering 6 omdannes det kombinerte og oppvarmede utgangsmateriale for dehydrocyclodimeriseringsreaksjonssonen til en produktstrøm 7 som består av hydrogen og aromatiske hydrocarboner fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. Denne produktstrøm 7 fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres i sin helhet til reaksjonssonen for hydrogenering 8. I hydrogeneringsreaksjonssonen 8 hydrogeneres den aromatholdige tilførselsstrøm med hydrogen som forefinnes i tilførselsstrømmen for fremstilling av et produkt som består av C6<+> cycloalifatiske og aromatiske hydrocarboner, hvor inn-holdet av aromater i produktet fra reaksjonssonen for hydrogenering er mindre enn i tilførselsmaterialet til reaksjonssonen for hydrogenering. Produktet fra reaksjonssonen for hydrogenering føres gjennom rør 9 inn i varmevekslingsinnretningen 4 hvor temperaturen reduseres for å gi en produktstrøm 10 med lav temperatur fra reaksjonssonen for hydrogenering. Denne produktstrøm 10 med lav temperatur fra reaksjonssonen for hydrogenering føres så inn i en separasjonssone 11. I en separasjonssone 11 separeres produktstrømmen 10 med lav temperatur fra reaksjonssonen for hydrogenering i minst tre fraksjoner som omfatter en hydrogen- og methan-produktstrøm 12, en produktstrøm 2 som består av C2 - C4 alifatiske hydrocarboner og en produktstrøm 13 som består av C5<+> cycloalif atiske og aromatiske hydrocarboner.

Fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen er spesielt an-vendelig for å minimere volumet av hydrogen som produseres ved oppgradering av de flyktige hydrocarboner som er vanskelige å transportere til mer stabile hydrocarboner. Fordi hydrogen blir inkorporert i hydrocarbonmolekylenes molekylstruktur, overstiger utbyttet av C6<+> hydrocarboner i vekt- og volumprosent vanligvis utbyttet fra konvensjonelle dehydrocyclodime-riseringsprosesser.

I mange avsidesliggende områder av verden utvinnes lette hydrocarboner fra jorden sammen med råoljen. I disse avsidesliggende områder eksisterer det ikke noe behov for slike hydrocarboner. Utvunnede hydrocarboner må transporteres til raffinerier <p>g lignende i rørledninger eller med skip. Dette reiser et problem når lette hydrocarboner, som for eks. C2 - C6 alifatiske hydrocarboner, er involvert. Slike hydrocarboner kan ikke på enkel måte transporteres og krever vanligvis enten spesiell håndtering i spesialkonstruerte skip eller de brennes rett og slett som spillgasser eller injiseres tilbake i brønnene.

Én metode for å unngå kostbar skipning eller avhen-

ding av lette hydrocarboner er å oppgradere C2 - C6 hydrokar-bonene på stedet til lett pumpbare hydrocarboner, som for eks. aromater, som er egnet for transport. Omdannelse av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner til aromatiske hydrocarboner ved hjelp av dehydrocyclodimerisering resulterer imidlertid i at store mengder hydrogen produseres. I et vanlig raffineri ville slikt hydrogen være anvendbart i forskjellige prosesser for oppgradering av tungolje, men slikt hydrogen ville være et avfallsprodukt på avsidesliggende produksjonssteder for råolje.

Fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse er i stand til å minimere problemet med produksjon av spillhydrogen ved at det produseres et transportabelt hydrocarbonprodukt. Fremgangsmåten maksimerer utnyttelsen av hydrogen i det transportable produkt, mens den minimerer de nødvendige kapitalut-gifter, fordi hydrogeneringssystemet utgjøres av ett eneste reaksjonssystem som drives ved stort sett samme trykk som reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. Dette eliminerer nødvendigheten av kostbart gasskomprimeringsutstyr og trykk-beholdere.

Første trinn i fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse er reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. I reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering omdannes C2 - C6 alifatiske hydrocarboner til aromatiske hydrocarboner. Omdannelsen av C2 - C6 parafiner og olefiner til aromatiske hydrocarboner (dehydrocyclodimerisering) kan betegnes som en tretrinns reak-sjonssekvens som omfatter dehydrogenerings-, oligomeriserings-og aromatiseringsreaksjoner. Mens de involverte reaksjoner beskrives som om de finner sted i rekkefølge, skal det forstås at alle tre reaksjoner finner sted samtidig inne i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. Den første reaksjon inne-bærer dehydrogenering av parafin under dannelse av olefiner. Olefiner kan dannes fra parafiner ved direkte dehydrogenering av en parafin for dannelse av det tilsvarende olefin og hydrogen, eller ved carbon-carbon-fisjon for fremstilling av lavere alkaner og olefiner. Ved temperaturer som termodynamisk favo-riserer dehydrogenering (dvs. temperaturer på ca. 500-700°C), konkurrerer dehydrogeneringsreaksjonen med carbon-carbon fisjonsreaksjonen. Ved disse temperaturer og i fravær av en dehydrogeneringskatalysator er den dominerende mekanisme fisjon av carbon-carbon-bindingen (C-C) som har lavere bin-dingsenergi enn carbon-hydrogen-bindingen (C-H). Jo høyere alkanet er, desto større er tendensen mot carbon-carbon-fisjon. Når det gjelder propan, er to dekomponeringsreaksjoner mulige, hvorav den ene leder til propylen og fritt hydrogen, den andre til ethylen og methan; det sistnevnte i svak over-vekt. Når det gjelder butan, er den dominerende reaksjon fisjon på enden av carbonkjeden under dannelse av propylen og methan, mens den andre dominerende reaksjon er fisjon av de indre carbonatomer under dannelse av ethan og ethylen. Det finner i liten grad sted en direkte dehydrogenering som resulterer i butener og fritt hydrogen.

Ethylen, ethan og methan er de minst ønskelige produkter fra carbon-fisjonsreaksjonen. Methan forblir i reaktor-systemet som et motstandsdyktig produkt. I en ønsket reaksjon kan ethan dehydrogeneres til ethylen før oligomerisering til større hydrocarboner. Denne reaksjon finner imidlertid lang-somt sted, og på grunn av hastigheten og hyppigheten av den uønskede ethylenhydrogeneringsreaksjon, endrer ikke dehydrogeneringsreaksjonen ethankonsentrasjonen i reaksjonsblandingen i vesentlig grad. Konsentrasjonen av ethan i reaksjonsblandingen vil faktisk øke med økende oppholdstid i reaktoren på grunn av dominansen av ethylenhydrogeneringsreaksjonen sammen-lignet med ethylenoligomeriseringsreaksjonen eller ethandehyd-rogeneringsreaksjonen. Reaksjonsproduktene fra fusjonen ethylen-carbon kan som tidligere forklart hydrogeneres til ethan eller oligomeriseres.

I den andre reaksjon som er involvert i dette dehyd-rocyclodimeriseringtrinn gjennomgår olefinene oligomerisering under dannelse av cykliske cycloalkaner. Cycloalkanene dehydrogeneres så i den tredje reaksjon for å gi de tilsvarende aromatiske forbindelser. De cycliske cycloalkaner omfatter mettede cycloalkaner og umettede alicycliske forbindelser, hvor de førstnevnte vanligvis er fremherskende. De fremherskende cycliske cycloalkaner fremstilt i den andre reaksjon er cykliske seksringer som er substituert med én eller to alkyl-grupper som totalt inneholder 1-12 carbonatomer. Disse cycliske cycloalkaner dehydrogeneres for å fremstille de tilsvarende aromatiske hydrocarboner, dvs. benzen, toluen, ethylben-zen, xylener og andre alkyltoluener.

Driftsbetingelsene som anvendes i reaksjonssonen for dehydrocyclodimeriseringen vil selvfølgelig variere avhengig av slike faktorer som tilførselsmaterialets sammensetning og ønsket omdannelse. Et ønsket område for betingelser for dehydrocyclodimeriseringen av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner til aromater omfatter en temperatur fra 350 til 650°C, et trykk fra 0,1 til 20 atmosfærer og en væskeromhastighet pr. time på mellom 0,2 og 10 timer"<1>. De foretrukne prosessbetingelser er en temperatur i området fra 400 til 600°C, et trykk i området fra 0,25 til 10 atmosfærer og en væskeromhastighet pr. time på mellom 0,5 og 5 timer"<1>. Det vil forstås at når det midlere carbontall i utgangsmaterialet øker, kreves en temperatur i den lavere del av temperaturområdet for optimal ytelse og om-vendt, når det midlere carbontall i utgangsmaterialet avtar, desto høyere er den reaksjonstemperatur som kreves.

Tilførselsstrømmen til dehydrocyclodimeriseringsprosessen er her definert som de strømmer som føres inn i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering og som tilveiebringer reaktanter for de tre dehydrocyclodimeriseringsreaksjoner som er nevnt i det foregående. Inkludert i tilførselsstrømmen er C2

- C6 alifatiske hydrocarboner. Med C2 - C6 alifatiske hydrocarboner menes det at tilførselsstrømmen kan bestå av én eller flere isomerer med åpen, rett eller forgrenet kjede med 2-6 carbonatomer pr. molekyl. Videre kan hydrocarbonene i utgangsmaterialet være mettede eller umettede. Fortrinnsvis velges hydrocarbonene - C3 og/eller C4 - blant isobutan, normal-butan, isobuten, normal-buten, propan og propylen. Fortynningsmidler som av natur er motstandsdyktige eller reaktive, kan også inkluderes i tilførselsstrømmen. Eksempler på slike fortynningsmidler omfatter hydrogen, nitrogen, helium, methan, argon, neon, CO, C02, H20 eller en forløper for vann. Forløpere for vann defineres som forbindelser som frigir H20 når de oppvarmes til dehydrocyclodimeriseringsreaksjonstemperaturer. Methan og hydrocarboner større enn C6 alifatiske hydrocarboner kan også være komponenter av utgangsmaterialet som anvendes i henhold til oppfinnelsen. Methankomponenten er vanligvis, men ikke alltid, en motstandsdyktig reaktant. De C6<+> alifatiske

komponenter håndteres mer effektivt ved reformering selv om de deltar i reaksjonene. I alle fall er det forventet at inklu-dering av slike komponenter i utgangsmaterialet vil ha ufor-delaktig innflytelse på reaksjonskinetikken for dehydrocyclo-dimeriseringsreaksj onen.

Ved fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse bringes tilførselsstrømmen av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner med den katalytiske kompositt i en reaksjonssone for dehydrocyclodimerisering som holdes ved dehydrocyclodimeriseringsbe-tingelser. Denne kontakt kan gjennomføres ved anvendelse av en katalytisk kompositt i et fast sjiktsystem, i et bevegelig sjiktsystem, i et fluidisert sjiktsystem eller i en satsvis fremgangsmåte. Med det for øye at slitasjetap av den verdifulle katalysator bør minimeres, samt på grunn av de velkjente driftsfordeler, er det foretrukket å anvende enten et katalytisk system med fast sjikt eller et kompakt system med bevegelig sjikt slik det er vist i US patentskrift nr. 3 725 249. Det forventes at i det tilfelle hvor et katalysatorsystem med fast sjikt anvendes for gjennomføring av fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse, kan katalysatoren som anvendes ved fremgangsmåten foreligge i én eller flere reaktorer med fast sjikt.

I et system med fast sjikt eller i et kompakt bevegelig sjiktsystem forvarmes tilførselsstrømmen ved hjelp av hvilken som helst egnet oppvarmingsinnretning til den ønskede reaksjonstemperatur og føres så inn i en dehydrocyclodimeriseringssone som inneholder et sjikt av den katalytiske kompositt. Det skal selvfølgelig forstås at dehydrocyclodimerise-ringssonen kan utgjøres av én eller flere separate reaktorer og at det mellom dem er egnede innretninger som sikrer at den ønskede omdannelsestemperatur opprettholdes ved inngangen til hver reaktor. Det er også viktig å merke seg at reaktantene kan bringes i kontakt med katalysatorsjiktet med oppoverret-tet, nedoverrettet eller radial strømning, hvorav sistnevnte foretrekkes. I tillegg kan reaktantene være i flytende fase, i blandet flytende-dampfase eller i dampfase når de bringes i kontakt med katalysatoren. De beste resultater er oppnådd i dampfase. Dehydrocyclodimeriseringssystemet omfatter da fortrinnsvis en dehydrocyclodimeriseringssone som inneholder ett eller flere faste eller kompakte bevegelige sjikt med en katalysatorkompositt for dehydrocyclodimerisering.

I et flersjiktsystem kan dehydrocyclodimeriseringsso-nen utgjøres av én eller flere separate reaktorer med egnede oppvarmingsinnretninger imellom for å kompensere for mulige varmetap som måtte finne sted i hvert katalysatorsjikt. Spesielt for det kompakte bevegelige sjiktsystem er det vanlig praksis å fjerne katalysator fra bunnen av reaksjonssonen, regenerere den i henhold til konvensjonelle metoder som er kjente innenfor fagområdet, og så føre den tilbake til toppen av reaksjonssonen.

Dehydrocyclodimeriseringskatalysatoren som er anvendbar ved den foreliggende fremgangsmåte kan være hvilken som helst katalysator av tidligere type som er kjent for å være i stand til å omdanne lette alifatiske hydrocarboner til aromatiske hydrocarboner. Eksempler på slike katalysatorer er beskrevet i US patentskrifter nr. 4 499 315 og 4 720 602. I tillegg skal det bemerkes at dehydrocyclodimeriseringsprosessen ikke behøver å gjennomføres i én enkelt reaksjonssone, men kan erstattes av enhver kombinasjonsprosess som er i stand til å produsere et aromatholdig hydrocarbonprodukt fra et lett alifatisk hydrocarbonprodukt, slik det er beskrevet i US patentskrift nr. 4 705 908 eller i kanadisk patentskrift nr. 1 237 447. Et enkelt reaksjonssystem som inneholder én enkelt dehydrocyclodimeriseringskatalysator er imidlertid foretrukket.

Den foretrukne katalysator som er anvendbar i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering ved den foreliggende fremgangsmåte består av et fosforholdig aluminiumoxyd, en metallkomponent fra Gruppe IIB, IIIB eller IVB i elementenes periodiske system, spesielt en galliumkomponent, og en krystallinsk aluminiumsilikat-zeolitt med et forhold silisium-dioxyd/aluminiumoxyd på minst 12. Den foretrukne katalysator er videre karakterisert ved at det krystallinske aluminiumsilikat er ZSM-5 og er til stede i en mengde som varierer fra 35 til 59,9 vekt%. I tillegg består den mest foretrukne katalysator av 0,1-5 vekt% gallium og 40-60 vekt% av en fosforholdig aluminiumoxydkomponent. En slik katalysator er beskrevet i US patentskrift nr. 4 636 483.

Avløpet fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres så umiddelbart inn i en reaksjonssone for hydrogenering. Denne øyeblikkelige bearbeiding av produktet fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering er et viktig aspekt ved den foreliggende fremgangsmåte. Vanligvis drives en reaksjonssone for hydrogenering mest effektivt ved trykk som er høyere enn de trykk som er vanlige i reaksjonssoner for dehydrocyclodimerisering. Dette ville da kreve at pumper og/eller kompressorer anordnes mellom reaksjonssonene for å øke trykket på avløpsstrømmen fra dehydrocyclodimeriseringen til det trykk som ønskes i reaksjonssonen for hydrogenering. Det har imidlertid vist seg at en reaksjonssone for hydrogenering som drives ved lavere reaktortrykk er i stand til å omdanne mange av de aromater som dannes i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering til cycloalifatiske komponenter og således innarbeide hydrogen som har liten verdi i et transportabelt hydrocarbonprodukt. Det er således et viktig aspekt ved denne oppfinnelse at trykket i reaksjonssonen for hydrogenering er lavere enn trykket i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering. I tillegg er det viktig å merke seg at ingen separasjon av produktstrømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering finner sted før den går inn i reaksjonssonen for hydrogenering. Hele produktstrømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering blir tilførselsstrøm til reaksjonssonen for hydrogenering.

Som nevnt ovenfor dirigeres produktstrømmen fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering i sin helhet til reaksjonssonen for hydrogenering som utgangsmateriale for reaksjonssonen for hydrogenering. Utgangsmaterialet for reaksjonssonen for hydrogenering består vanligvis av hydrogen, methan, ethan, ethylen, C3 - C5 alifatiske hydrocarboner og C6<+> alifatiske og aromatiske hydrocarboner.

Hydrocarbon-utgangsmaterialet som er beskrevet ovenfor hydrogeneres i en reaksjonssone for hydrogenering som inneholder en hydrogeneringskatalysator. Hydrogeneringskata-lysatoren ifølge denne oppfinnelse kan være hvilken som helst katalysator som innenfor fagområdet er kjent fra tidligere for å ha en hydrogeneringsfunksjon. En velkjent og foretrukken type hydrogeneringskatalsator består av én eller flere metall-komponenter fra Gruppe VIII i elementenes periodiske system på et katalysatorbæremateriale. Bærematerialet kan være et tungtsmeltelig materiale, som for eks. aluminiumoxyd, eller et aktivt materiale, som for eks. en krystallinsk aluminiumsilikat-zeolitt. De anvendbare metaller fra Gruppe VIII er jern, kobolt, nikkel, ruthenium, palladium, rhodium, osmium, iridium og platina.

En spesielt foretrukken hydrogeneringskatalysator består av 0,05-5 vekt% platina eller palladium i kombinasjon med et ikke surt tungtsmeltelig uorganisk oxydmateriale, som for eks. aluminiumoxyd. Den eksakte metode for fremstilling av den katalytiske kompositt er ikke et vesentlig moment for den foreliggende oppfinnelse. Det valgte fremstillingsskjerna kan resultere i en katalysatorpartikkel hvor det katalytisk aktive edelmetall fra Gruppe VIII er overflateimpregnert eller gjen-nomgående impregnert. Det er foretrukket at edelmetallkompo-nenten fra Gruppe VIII er tilstede i den katalytiske kompositt i en mengde fra 0,05 til 1,0 vekt%. Videre kan det regnes med at andre katalytisk aktive komponenter, som for eks. alkalie-lementer eller alkaliske komponenter, eller halogener og lignende kjente katalytiske komponenter på nyttig måte kan inkorporeres i den foreliggende hydrogeneringskatalysator.

Den foretrukne hydrogeneringskatalysator kan fremstilles ifølge hvilken som helst fremgangsmåte beskrevet tidligere for dannelse av en katalysatorbasis som består av aluminiumoxyd og innarbeiding av en metallkomponent fra Gruppe VIII i basismaterialet. Det foretrukne aluminiumoxyd-bæremateriale kan fremstilles på enhver egnet måte og kan være fremstilt syntetisk eller forekomme naturlig. Uavhengig av den type aluminiumoxyd som anvendes kan det aktiveres før bruk med én eller flere behandlinger inkludert tørking, kalsinering, dampbehandlig, etc, og det kan være i en form som er kjent som aktivert aluminiumoxyd, aktivert aluminiumoxyd av handels-kvalitet, porøst aluminiumoxyd, aluminiumoxydgel, etc. For eks. kan aluminiumoxyd-bærematerialet fremstilles ved tilset-ning av en egnet alkalisk reagens, som for eks. ammoniumhyd-roxyd, til en oppløsning av et aluminiumsalt, som for eks. aluminiumklorid, aluminiumnitrat, etc, i en mengde som kan danne en aluminiumhydroxydgel som etter tørking og kalsinering

omdannes til aluminiumoxyd.

Bærematerialet av aluminiumoxyd kan gis enhver ønsket form, som for eks. kuler, piller, kaker, ekstrudater, pulvere, granulater, etc, og kan anvendes i enhver ønsket størrelse. For anvendelse ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelse er en spesielt foretrukken form av aluminiumoxyd kuleformen. Aluminiumoxydkuler kan fremstilles kontinuerlig ved hjelp av den velkjente oljedråpemetode som omfatter: Dannelse av en aluminiumoxyd-hydrosol ifølge hvilken som helst av de fremgangsmåter som er kjent i fagkretser og fortrinnsvis ved å la aluminiummetall reagere med saltsyre, blande den resulterende hydrosol med et egnet geleringsmiddel og dryppe inn den resulterende blanding i et oljebad som holdes på forhøyet temperatur. De små dråper av blandingen forblir i oljebadet til de setter seg av og danner hydrogel-kuler. Kulene trekkes så kontinuerlig ut av oljebadet og gjennomgår vanligvis spesifikke aldringsbehandlinger i olje og i en ammoniakkoppløsning for ytterligere å forbedre de fysikalske karakteristikker. De resulterende aldrede og gelerte partikler vaskes så og tørkes ved relativt lave temperaturer på 150-200°C, og gjennomgår en kalsineringsprosess ved en temperatur på 400-700°C i en tidsperiode på 1-20 timer. Det er også god praksis å utsette de kalsinerte partikler for en høytempe-ratur-dampbehandling for å fjerne så mye av de uønskede sure komponenter som mulig. Denne fremstillingsprosedyre fører til omdannelse av aluminiumoxyd-hydrogelen til det tilsvarende krystallinske gamma-aluminiumoxyd. For ytterligere detaljer henvises til US patentskrift nr. 2 620 314.

En foretrukken bestanddel av den katalytiske kompositt som anvendes som hydrogeneringskatalysator ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelse er en metallkomponent fra Gruppe VIII. Metallkomponenten fra Gruppe VIII, som for eks. platina, kan forekomme i den endelige katalysatorkompositt i form av en forbindelse, som for eks. oxyd, sulfid, halogenid, etc, eller som elementært metall. Vanligvis er mengden av metallkomponenten fra Gruppe VIII som fore-kommer i den ferdige katalysator liten. Metallkomponenten fra Gruppe VIII omfatter vanligvis 0,05-5 vekt% av den endelige katalysatorkompositt, beregnet på elementbasis. Utmerkede resultater oppnås når katalysatoren inneholder 0,05 - 1 vekt% av Gruppe Vlll-metallet. Den foretrukne metallkomponent fra Gruppe VIII er platina.

Metallkomponenten fra Gruppe VIII kan innarbeides i den katalytiske kompositt på enhver egnet måte, som for eks. copresipitering eller cogelering med bærematerialet, ionebyt-ting med bærematerialet og/eller hydrogelen, eller impregnering enten etter eller før kalsinering av bærematerialet, etc. Den foretrukne fremgangsmåte for fremstilling av katalysatoren omfatter anvendelse av en oppløselig, dekomponerbar forbindelse av Gruppe VIII-metallet for impregnering av det porøse bæremateriale. For eks. kan metallet fra platinagruppen til-settes bærematerialet ved å blande sistnevnte med en vandig oppløsning av kloroplatinsyre. Andre vannoppløselige forbindelser av Gruppe VIII-metallene kan anvendes i impregnerings-oppløsninger og omfatter ammoniumkloroplatinat, bromoplatin-syre, platinaklorid, dinitrodiaminoplatina, palladiumklorid, palladiumnitrat, palladiumsulfat, diaminpalladiumhydroxyd, tetraminpalladiumklorid, etc. Anvendelse av en platinaklorid-forbindelse, som for eks. kloroplatinsyre, er vanligvis foretrukket. I tillegg er det vanligvis foretrukket å impregnere bærematerialet etter at det er kalsinert for å minimere risi-koen for å vaske bort de verdifulle forbindelser av platina-metall. I noen tilfeller kan det imidlertid være fordelaktig å impregnere bærematerialet mens det er i gelert tilstand.

Det er foretrukket at den resulterende kalsinerte katalytiske kompositt gjennomgår et i hovedsak vannfritt reduksjonstrinn før den anvendes for omdannelse av hydrocarboner. Dette trinn er ment å sikre en ensartet og finfordelt dispersjon av metallkomponentene gjennom hele bærematerialet. Fortrinnsvis anvendes hydrogen som i det vesentlige er ren og tørr (dvs. mindre enn 20 volum-ppm H20) som reduksjonsmiddel i dette trinn. Reduksjonsmiddelet bringes i kontakt med den kalsinerte kompositt ved en temperatur på 427-649°C i 0,5-10 timer eller mer, og er i stand til i vesentlig grad å redusere i det minste komponenten fra platinagruppen. Denne reduserende behandling kan gjennomføres på stedet som. en del av en opp-startingssekvens dersom det tas forholdsregler for fortørking av anlegget til en tilnærmet vannfri tilstand og dersom det

anvendes tilnærmet vannfritt hydrogen.

Ifølge fremgangsmåten i den foreliggende oppfinnelse bringes utgangsmaterialet for reaksjonssonen for hydrogenering i kontakt med en katalytisk kompositt, av den type som er beskrevet ovenfor, i en hydrogeneringssone ved hydrogenerings-betingelser. Denne kontakt kan gjennomføres ved anvendelse av katalysatoren i et system med fast sjikt, i et system med bevegelig sjikt, i et system med fluidisert sjikt eller i en fremgangsmåte av satstype. Med det for øye at det er fare for slitasjetap av den verdifulle katalysator og på grunn av de velkjente driftsfordeler, er det foretrukket å anvende et katalytisk system med fast sjikt. I dette system forvarmes hydrocarbon-tilførselsstrømmen, eller den avkjøles dersom det er nødvendig, ved hjelp av hvilken som helst egnet oppvarmingsinnretning til den ønskede reaksjonstemperatur og føres så inn i hydrogeneringssonen som inneholder et fast sjikt av den katalysatortype som er karakterisert i det foranstående. Det skal selvfølgelig forstås at reaksjonssonen for hydrogenering kan være én eller flere separate reaktorer med egnede oppvarmings- eller kjøleinnretninger imellom for å sikre at den ønskede omdannelsestemperatur opprettholdes i inngangen til hver reaktor. Det skal også bemerkes at reaktantene kan bringes i kontakt med katalysatorsjiktet enten ved oppover-rettet, nedoverrettet eller radial strømning. I tillegg skal det også bemerkes at reaktantene kan være i flytende form, i blandet flytende-gass-form eller de kan være i gassform når de bringes i kontakt med katalysatoren. De beste resultater er oppnådd i den blandede fase.

Hydrogeneringsreaksjonen er en eksoterm reaksjon. Derfor genereres det vanligvis mye varme i en reaksjonssone og det er nødvendig å fjerne denne varme fra prosesstrømmen før prosessen fortsetter. Dette varmefjerningstrinn gjennomføres fortrinnsvis på to forskjellige måter ved fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse. I én utførelse av fremgangsmåten består reaksjonssonen for hydrogenering av flere reaktorer med kjøleinnretninger mellom hydrogeneringsreaktorene for å fjerne reaksjonsvarmen og for å klargjøre prosesstrømmen for den neste hydrogeneringsreaktor. I en annen utførelse av fremgangsmåten føres produktet fra den siste reaksjonssone for hydrogenering inn i en varmevekslingsinnretning for avkjøling av strømmen for å klargjøre den for separasjonssonen. Det skal bemerkes at begge disse metoder kan og sannsynligvis vil bli anvendt samtidig for kontroll av hydrogeneringsreaksjonssonens reaksj onsvarme.

Det er foretrukket at reaksjonssonen for hydrogenering er sammensatt av minst to separate reaksjonssoner med en kjøleinnretning imellom for å minske temperaturen i den mellomliggende prosesstrøm ned til et punkt hvor den er omtrent lik temperaturen ved inngangen til den første reaksjonssone. Dette forbedrer den samlede omdannelse i prosessen og termiske krakkingproblemer som forårsakes av høyere reaksjons-temperaturer unngås.

Den forekommende kjøleinnretning vil vanlivis være en varmeveksler. Kjølefluidet kan være hvilken som helst tilgjen-gelig væske eller gass som er i stand til å redusere temperaturen i den mellomliggende prosesstrøm til det ønskede nivå. En foretrukken fluid kan være luft eller vann. I dette tilfelle ville et annet foretrukket fluid være utgangsmaterialet for reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering eller mellomliggende reaksjonssonestrømmer. Dersom dehydrocyclodimerise-ringsreaksjonssonens hydrocarbonstrømmer anvendes i denne første kjølemetode, vil varmevekslingen finne sted på en måte som i hovedsak er identisk med den som beskrives nedenfor for den andre varmevekslingsmetode. Det skal bemerkes at dersom det anvendes flere enn to hydrogeneringsreaksjoner, vil det være påkrevet med en separat kjøleinnretning mellom hver, slik at den påfølgende hydrogeneringsreaktors inngangstemperatur kan reguleres.

I den andre viktige varmevekslingsmetode er en varme-vekslinsinnretning lokalisert i tilknytning til hydrogeneringsreaksjonssonens avløpsstrøm eller produktstrøm. Hensikten med denne varmevekslingsinnretning er å avkjøle avløpsstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering før den går inn i separasjonssonen under samtidig oppvarming av en andre strøm som også går gjennom varmevekslingsinnretningen. Igjen er varmevekslingsinnretningen vanligvis en varmeveksler, nemlig en som er kjent i fagkretser og som er i stand til å utveksle ener-gien i to separate strømmer mens den forhindrer strømmene fra

å komme i kontakt med hverandre.

Det er mest foretrukket at den kalde strøm (dvs. den strøm som oppvarmes av avløpsstrømmen fra hydrogeneringsreaksjonssonen i varmevekslingsinnretningen) er det C2 - C6 alifatiske hydrocarbon-utgangssmateriale for reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering eller en mellomliggende reaksjonssone- strøm. Ved å anvende denne type strøm som kjølestrøm i varmevekslingsinnretningen reduseres den påfølgende oppvarming som kreves for å bringe det C2 - C6 alifatiske hydrocarbon-utgangsmateriale eller den mellomliggende strøm til den ønskede inngangstemperatur for reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, noe som resulterer i en reduksjon i kravene til installasjoner.

Produktet fra reaksjonssonen for hydrogenering vil vanligvis omfatte hydrogen, methan, ethan, C3 - C5 parafiner og V aromatiske og cycloalkaner. Produktet vil inneholde få eller overhodet ingen C5 olefiner, avhengig av hvor hard be-lastning det er blitt utsatt for i reaksjonssonen for hydrogenering. Det er et aspekt ved den foreliggende oppfinnelse at produktet fra reaksjonssonen for hydrogenering inneholder mindre hydrogen og aromatiske hydrocarboner enn det som forefinnes i tilførselsmaterialet til reaksjonssonen for hydrogenering. Disse forbindelser vil ha reagert med hverandre i hydrogeneringsreaksjonssonen under dannelse av cycloalkaner, som her også er beskrevet som alifatiske hydrocarboner. Det er foretrukket at minst 50 mol% av aromatene i tilførselsstrømmen til reaksjonssonen for hydrogenering omdannes til alifatiske hydrocarboner ved hydrogenering.

Produktstrømmen fra reaksjonssonen for hydrogenering føres inn i en separasjonssone hvor de lett transportable produkter, som vanligvis omfatter C5<+> hydrocarboner, skilles fra de lettere hydrocarboner. I tillegg kan en del av alle ureagerte C2 - C5 hydrocarboner gjenvinnes i separasjonssonen og resirkuleres til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering for ytterligere behandling.

Betingelsene i reaksjonssonen for hydrogenering omfatter en temperatur på 100-300°C, et trykk på 0,1-20 atmosfærer og en væskeromhastighet (beregnet på grunnlag av volum-mengden i form av væske av hydrogeneringssone-tilførselsmate-rialet som føres til hydrogeneringssonen pr. time, dividert med volumet av det anvendte katalysatorsjikt) valgt i området 0,5-10 timer"<1>. Prosessbetingelsene ifølge denne oppfinnelse er vanligvis av lav hårdhetsgrad fordi hydrogeneringsprosessen ifølge den foreliggende oppfinnelse fortrinnsvis gjennomføres med lettere hydrogenerbart hydrocarbon som omtrent ikke inneholder noe svovel. De foretrukne prosessbetingelser av størst betydning for hydrogeneringen omfatter således en temperatur på 125-250°C, et trykk som er lavere enn det som hersker i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering, og en væskeromhastighet på 0,5-5,0 timer"<1>.

Produktutvinningssystemet kan drives på mange forskjellige måter som tidligere beskrevet i faget, for å oppnå den spesifikke separasjon som er beskrevet i det foregående. For eks. beskriver US patentskrifter 3 537 978 og 3 574 089 utvinning av nafta, hydrogenrik resirkulasjonsgass og lette hydrocarbonstrømmer fra avløpet fra en katalytisk reforme-ringssone. US patentskrift nr. 3 101 261 illustrerer en fremgangsmåte for utvinning av de lettest kokende produkter og nafta fra en reformerings-reaksjonssones avløp. Disse referanser er betydningsfulle fordi de viser anvendelsen av slike separasjonsteknikker som partiell kondensasjon, strippekolon-ner og absorbsjon.

I for eksempel US patentskrift nr. 4 381 417 og

4 381 418 beskrives produktutvinningssystemer for dehydrogene-ringsprosesser hvor ekspansjon av en gasstrøm tilveiebringer fluider som anvendes som kjølemedier. Med henvisning til sistnevnte referanse kjøles avløpsstrømmen fra reaktoren, tørkes, kjøles ytterligere og føres så inn i en separasjonssone 28 for damp-væske. Trykket i dampene fra denne sone reduseres i turbin 32 for å gi en kald strøm med blandede faser som utvinnes i separasjonssone 34. Væske fra denne sone fordampes ved trykkavlastning inn i en separasjonssone 51.

US patentskrift nr. 3 838 553 er av betydning på grunn av dets beskrivelse av bruken av lave temperaturer og forhøyede trykk for å påvirke separasjonen av damper og for integrering av en separasjonssone med lav temperatur med en separasjonssone av annen type. I fig 2. i denne referanse strømmer et avløp fra lavtemperatur-separasjonssonen som ennå står under høyt trykk inn i en trykkovergangssone for adsorp-sjon.

Selektivt gjennomtrengelige membraner beskrives i US patentskrifter nr. 4 180 388, 4 264 338 og 4 548 619. Disse referanser er også av betydning fordi de viser forskjellige anordninger av to eller flere membran-separasjonsenheter med forskjellige serier av strømning og med mellomtrinnskompre-s j on.

Det følgende eksempel tjener til å illustrere visse spesifikke utførelser av den her beskrevne oppfinnelse.

Eksempel

En tilførselsstrøm som består av 17 % propan og 83 % butan føres inn i en reaksjonssone for dehydrocyclodimerisering som drives ved et overtrykk på ca. 6 atmosfærer ved en gjennomsnittlig reaktortemperatur på 450°C og med en væskeromhastighet på 2,6 timer"<1>, basert på den samlede tilførsels-mengde. Reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering inneholder en katalysator som består av ca. 49 % fosforholdig aluminiumoxyd med et fosforinnhold på ca. 21 vekt%, 50 vekt% zeolitt av ZSM-5-type og 1,0 vekt% gallium, fremstilt i henhold til den fremgangsmåte som er beskrevet i eksemplet i US patentskrift nr. 4 636 483. Utgangsmaterialet av lette hydrocarboner omdannes til et aromatisk hydrocarbonholdig produkt. Produktanaly-sene i kmol/time finnes i tabell 1.

Produktet fra reakssjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres i sin helhet videre til reaksjonssonen for hydrogenering. Reaksjonssonen for hydrogenering omfatter to separate reaktorer med kjøleinnretninger imellom for å fjerne den eksoterme reaksjonsvarme som oppstår i den første reaktor fra mellomstrømmen fra hydrogeneringsreaksjonen. Begge reaktorer inneholder et fast sjikt med hydrogeneringskatalysator. Hydro-generingskatalysatoren besto av 0,75 vekt% platina, jevnt anbrakt på et kuleformet bæremateriale av aluminiumoxyd og var i hovedsak fremstilt som her beskrevet. Den første hydrogeneringsreaktor drives ved et trykk som ligger litt under trykket ved dehydrocyclodimerisering-reaksjonssonens utgang. I dette tilfelle er inngangsovertrykket for den første reaksjonssone 4,1 atmosfærer mens overtrykket ved utgangen av den andre reaktor er 2,7 atmosfærer. Temperaturen i begge reaktorer reguleres slik at inngangstemperaturen i hver reaktor er 130°C, mens utgangstemperaturen i hver reaktor ikke overskrider ca. 230° C. Reaksjonssonen for hydrogenering drives med samlet væske-romhastighet pr. time på 2,5 timer"<1>.

Hydrogenering er en eksoterm reaksjon og gir energi til prosesstrømmen i form av varme. For å holde tilførsels-strømmen til den andre reaksjonssone under kontroll på ca. 130°C, kjøles avløpsstrømmen fra den første reaktor vanligvis ved hjelp av en vannavkjølt varmeveksler eller den føres til en dampgenerator. En analyse av produktene fra første og andre hydrogeneringsreaktor finnes i den følgende tabell 1.

Når det gjelder terminologien, skal det bemerkes at A7 for eks. betyr en aromat med 7 carbonatomer, mens N7 betyr et cykloalkan (N = Naphtene) med 7 carbonatomer.

Det fremgår tydelig av tabell 1 at det hydrogen som produseres i dehydrocyclodimeriseringsreaksjonen i betydelig grad forbrukes i det påfølgende hydrogeneringstrinn. Dette resulterer i en tydelig økning i det totale prosentuelle volumutbytte i prosessen og en økning av den spesifikke vekt (API) sammlignet med dehydrocyclodimeriseringsprosessen alene, noe som kan sees i tabell 2. Det resulterer også i en økning i massen av C6+-hydrogeneringsprodukt i den grad hydrogen inkorporeres i dette produkt.

I tabell 2 er strømningshastigheten for dehydrocyclo-dimeriseringsproduktet basert på de aromatiske C6<+->materialene. Direkte hydrogenering av dette produkt resulterer i en økning av volumutbyttet av væske på 13 % og en minskning i den samlede hydrogenmengde som produseres ved den kombinberte prosess på 70 %. Således er det ved fremgangsmåten ifølge denne oppfinnelse mulig å fremstille et ikke flyktig hydrocarbonprodukt med høyere innhold av hydrogen og med et høyere volumutbytte av flytende produkt enn ved en konvensjonell fremgangsmåte for' dehydrocyclodimerisering.

Claims (9)

1. Fremgangsmåte for fremstilling av cycloalkaner fra et utgangsmateriale som består av C2 - C6 alifatiske hydrocarboner, karakterisert ved at (a) et hydrocarbon-utgangsmateriale (1) som består av minst ett C2 - C6 alifatisk hydrocarbon føres inn i en reaksjonssone for dehydrocyclodimerisering (6) som inneholder en dehydrocyclodimeriseringskatalysator og drives ved dehydro-cyclodimeriseringsbetingelser som er valgt slik at det i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering dannes en avløps-strøm (7) som består av aromatiske hydrocarboner og hydrogen, (b) avløpsstrømmen (7) fra reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering føres inn i en reaksjonssone for hydrogenering (8) som inneholder en hydrogeneringskatalysator og drives ved reaksjonsbetingelser for hydrogenering som er valgt slik at de aromatiske hydrocarboner omdannes til cycloalkaner, og (c) produktene fra reaksjonssonen for hydrogenering utvinnes .

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at reaksjonssonen for hydrogenering (8) følger umiddelbart etter reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering (6) og drives ved et trykk som er lavere enn trykket i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at avløpsstrømmen (9) fra reaksjonssonen for hydrogenering føres inn i en varmevekslingsinnretning (4) hvor avløpsstrømmen (9) fra reaksjonssonen for hydrogenering anvendes til å varme opp tilførselsstrømmen (3) til reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at dehydrocyclodimerise ringskatalysatoren omfatter en krystallinsk aluminiumsilikat-zeolitt.

5. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at dehydrocyclodimeriseringskatalysatoren omfatter en metallkomponent fra Gruppe IIB - IVB i elementenes periodiske system.

6. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at betingelsene for dehydrocyclodimerisering omfatter en temperatur på fra 350 til 650°C, et trykk på fra 0,1 til 20 atmosfærer og en væskeromhastighet pr. time på fra 0,2 til 10,0 timer"1 og at betingelsene for hydrogeneringsreaksjonen omfatter en temperatur på fra 100 til 300°C, et trykk på fra 0,1 til 20 atmosfærer og en væskeromhastighet pr. time på fra 0,5 til 10 timer-<1>.

7. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at hydrogeneringskataly-satoren omfatter en metallkomponent fra Gruppe VIII.

8. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at katalysatoren i reaksjonssonen for dehydrocyclodimerisering omfatter en krystallinsk aluminiumsilikat-zeolitt-komponent, en fosforholdig aluminiumoxydkomponent, og en metallkomponent som er valgt fra gruppen som omfatter gallium, indium, tallium, tinn, bly og sink.

9. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at reaksjonssonen for hydrogenering (8) omfatter minst to separate reaktorer med kjøleinnretninger mellom reaktorene for å redusere temperaturen i hydrogeneringsreaksjonssonens prosesstrøm som går inn i den påfølgende reaktor.