NO300966B1 - Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner - Google Patents

Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner Download PDF

Info

Publication number
NO300966B1
NO300966B1 NO921777A NO921777A NO300966B1 NO 300966 B1 NO300966 B1 NO 300966B1 NO 921777 A NO921777 A NO 921777A NO 921777 A NO921777 A NO 921777A NO 300966 B1 NO300966 B1 NO 300966B1
Authority
NO
Norway
Prior art keywords
hydrocracking
catalyst
fraction
paraffins
pipeline
Prior art date
Application number
NO921777A
Other languages
English (en)
Other versions
NO921777D0 (no
NO921777L (no
Inventor
Swan Tiong Sie
Original Assignee
Shell Int Research
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Family has litigation
First worldwide family litigation filed litigation Critical https://patents.darts-ip.com/?family=10694500&utm_source=google_patent&utm_medium=platform_link&utm_campaign=public_patent_search&patent=NO300966(B1) "Global patent litigation dataset” by Darts-ip is licensed under a Creative Commons Attribution 4.0 International License.
Application filed by Shell Int Research filed Critical Shell Int Research
Publication of NO921777D0 publication Critical patent/NO921777D0/no
Publication of NO921777L publication Critical patent/NO921777L/no
Publication of NO300966B1 publication Critical patent/NO300966B1/no

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G45/00—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds
    • C10G45/58—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins
    • C10G45/60—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins characterised by the catalyst used
    • C10G45/64—Refining of hydrocarbon oils using hydrogen or hydrogen-generating compounds to change the structural skeleton of some of the hydrocarbon content without cracking the other hydrocarbons present, e.g. lowering pour point; Selective hydrocracking of normal paraffins characterised by the catalyst used containing crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/0425—Catalysts; their physical properties
    • C07C1/043—Catalysts; their physical properties characterised by the composition
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C1/00—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon
    • C07C1/02—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon
    • C07C1/04—Preparation of hydrocarbons from one or more compounds, none of them being a hydrocarbon from oxides of a carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C07C1/0485—Set-up of reactors or accessories; Multi-step processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C9/00—Aliphatic saturated hydrocarbons
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon
    • C10G2/30—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen
    • C10G2/32—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts
    • C10G2/33—Production of liquid hydrocarbon mixtures of undefined composition from oxides of carbon from carbon monoxide with hydrogen with the use of catalysts characterised by the catalyst used
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2521/00—Catalysts comprising the elements, oxides or hydroxides of magnesium, boron, aluminium, carbon, silicon, titanium, zirconium or hafnium
    • C07C2521/02—Boron or aluminium; Oxides or hydroxides thereof
    • C07C2521/04—Alumina
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2521/00—Catalysts comprising the elements, oxides or hydroxides of magnesium, boron, aluminium, carbon, silicon, titanium, zirconium or hafnium
    • C07C2521/06—Silicon, titanium, zirconium or hafnium; Oxides or hydroxides thereof
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2521/00—Catalysts comprising the elements, oxides or hydroxides of magnesium, boron, aluminium, carbon, silicon, titanium, zirconium or hafnium
    • C07C2521/06—Silicon, titanium, zirconium or hafnium; Oxides or hydroxides thereof
    • C07C2521/08—Silica
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2521/00—Catalysts comprising the elements, oxides or hydroxides of magnesium, boron, aluminium, carbon, silicon, titanium, zirconium or hafnium
    • C07C2521/12—Silica and alumina
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
    • C07C2523/16—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of arsenic, antimony, bismuth, vanadium, niobium, tantalum, polonium, chromium, molybdenum, tungsten, manganese, technetium or rhenium
    • C07C2523/24—Chromium, molybdenum or tungsten
    • C07C2523/26—Chromium
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
    • C07C2523/16—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of arsenic, antimony, bismuth, vanadium, niobium, tantalum, polonium, chromium, molybdenum, tungsten, manganese, technetium or rhenium
    • C07C2523/32—Manganese, technetium or rhenium
    • C07C2523/36—Rhenium
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
    • C07C2523/38—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of noble metals
    • C07C2523/40—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of noble metals of the platinum group metals
    • C07C2523/46—Ruthenium, rhodium, osmium or iridium
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
    • C07C2523/70—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of the iron group metals or copper
    • C07C2523/74—Iron group metals
    • C07C2523/75—Cobalt
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
    • C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • C07C2529/08—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the faujasite type, e.g. type X or Y
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
    • C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • C07C2529/18—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the mordenite type
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
    • C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • C07C2529/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups C07C2529/08 - C07C2529/65

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
  • Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner, som har 4-7 karbonatomer pr. molekyl, fra syntesegass.
Det er kjent i teknikken å fremstille hydrokarbonblan-dinger som inneholder tunge paraffiner ved hjelp av Fischer-Tropsch-syntesen. Nylig er det blitt funnet at det er fordel-aktig å la de hydrokarboner som er fremstilt på denne måte gjennomgå en isomeriserings-/hydrokrakking-behandling for å oppnå hydrokarbon-komponenter som er verdifulle som brennstoffer. GB-patent nr. 2 077 289 beskriver således en prosess som omfatter at en blanding av karbonmonoksyd og hydrogen, også kjent som syntesegass, bringes i kontakt med en katalysator som er aktiv ved Fischer-Tropsch-syntesen, hvoretter de resulterende paraffiniske hydrokarboner krakkes i nærvær av hydrogen for å gi mellomdestillat-brennstoffer. Et lignende prosesskjema er beskrevet i europeisk patent nr. 0 147 873.
En svært interessant klasse hydrokarboner som finner spesiell anvendelse som bestanddeler ved bensinblanding, er isoparaffiner med 4-7 karbonatomer. På overraskende måte er det blitt funnet en prosess hvor isoparaffiner i denne klasse kan fremstilles med høye utbytter fra syntesegass.
I henhold til dette tilveiebringer foreliggende oppfinnelse en fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner som har 4-7 karbonatomer pr. molekyl fra syntesegass, kjenne-tegnet ved at den omfatter trinnene: a) syntese av en hydrokarbonblanding som inneholder tunge paraffiner over en Fischer-Tropsch-katalysator, etter-fulgt av et av alternativene I, II eller III, hvor
alternativ I omfatter
b) omvandling av minst en del av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomeriserings-/hydrokrakking-bet ingelser; c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av det isoparaffin-holdige produkt fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til trinn (b) og uttrekking av C4-C7-isoparaffiner som et
produkt fra prosessen;
alternativ II omfatter
hydrokrakking av minst en del av blandingen i en hydro-krakkingreaktor, skilling av avløpet fra hydrokrakking-reaktoren i en hydrogenholdig gass som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-reaktoren, en naftafraksjon som i det minste delvis føres til trinn (b), en kerosinfraksjon og en gassoljefraksjon som trekkes ut av prosessen som produkter, og en tung fraksjon som i det
minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-trinnet;
b) omvandling av minst en del av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner, og som i det minste delvis
er blitt hydrokrakket til naftafraksjonen i trinn a), over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomererings-/hydrokrakking-betingelser ; c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av det isoparaffin-holdige produkt fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til trinn (b) og uttrekking av C4~C7-isoparaffiner som et
produkt fra prosessen, og
alternativ III omfatter
separasjon av blandingen i en tung fraksjon som koker over 150°C og en lett fraksjon som inneholder C1Q-hydrokarboner; føring av den lette fraksjon til trinn (b) og hydrokrakking av den tunge fraksjon i et hydrokrakking-trinn;
b) omdannelse av den lette fraksjon av hydrokarbonblandingen som inneholder de tunge paraffiner over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomererings-/hydrokrakking-betingelser; forening av avløpene fra hydrokrakkingtrinnet og isomeriserings-/hydrokrakking-trinnet i trinn (b) og skilling av de forenede avløp i en hydrogenholdig gass som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakkingtrinnet og/eller isomeriserings-/hydrokrakkingtrinnet i trinn _(b), en naftafraksjon som i det minste delvis føres til trinn (c), en kerosinfraksjon og en gassoljefraksjon som trekkes ut av prosessen som produkter, og en tung fraksjon som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-trinnet, c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av den isoparaffin-holdige naftafraksjon fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til isomeriserings-/hydrokrakking-trinnet i trinn (b) og
uttrekking av C4-C7~isoparaffiner som et produkt fra prosessen.
Fischer-Tropsch-katalysatorer for hydrokarbonsyntese inneholder vanligvis ett eller flere metaller fra jerngruppen, fortrinnsvis kobolt, sammen med én eller flere aktivatorer og et bærermateriale.
Ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen er det i det første trinn foretrukket å anvende koboltkatalysatorene som er gjenstand for europeisk patentsøknad med publikasjons-nummer 0 127 220. Disse katalysatorer inneholder 6-30 vektdeler kobolt og 0,1 -100 vektdeler av minst ett annet metall valgt fra gruppen som utgjøres av zirkonium, titan, rhenium, ruthenium og krom pr. 100 vektdeler silisiumdioksyd, aluminiumoksyd eller silisiumdioksyd-aluminiumoksyd og/eller titanoksyd.
Disse katalysatorer er med fordel blitt fremstilt ved elting og/eller impregnering. De tilfredsstiller fortrinnsvis ligningen:
hvor
L er den totale mengde av kobolt som er til stede på katalysatoren, uttrykt som mg Co/ml katalysator,
S er katalysatorens overflateareale, uttrykt som m 2/ml katalysator, og
R er vektforholdet mellom mengden av kobolt som er avsatt på katalysatoren ved elting og den totale mengde kobolt til stede på katalysatoren.
Fremstillingen av koboltkatalysatorene som anvendes i det første trinn av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen gjen-nomføres fortrinnsvis i henhold til én av de tre fremgangsmå-ter som er angitt i det følgende: a) Først avsettes kobolt i ett eller flere trinn ved impregnering, og deretter avsettes det andre metall i ett eller
flere trinn, også ved impregnering;
b) først avsettes det andre metall i ett eller flere trinn ved impregnering, og deretter avsettes kobolt i ett eller
flere trinn, også ved impregnering, og
c) først avsettes kobolt i ett eller flere trinn ved elting, og deretter avsettes det andre metall i ett eller flere
ytterligere trinn ved impregnering.
Ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen prefereres anvendelse av koboltkatalysatorer som inneholder 10 - 50 vektdeler kobolt pr. 100 vektdeler bærer. Den foretrukne mengde av andre metaller som er til stede i koboltkatalysatorene avhen-ger av den måte som dette metall er blitt avsatt på. Når det gjelder katalysatorer hvor kobolt først er blitt avsatt på bæreren, fulgt av det andre metall, prefereres katalysatorer som inneholder 0,1-5 vektdeler annet metall pr. 100 vektdeler bærer. Når det gjelder katalysatorer hvor det andre metall først er blitt avsatt på bæreren, fulgt av kobolt, prefereres katalysatorer som inneholder 5-40 vektdeler av det andre metall pr. 100 vektdeler bærer. Zirkonium prefereres som det andre metall og silisiumdioksyd prefereres som bærermateriale. For å være egnet for anvendelse bør koboltkatalysatoren først reduseres. Denne reduksjon kan på egnet måte gjennomføres ved at katalysatoren ved en temperatur mellom 200 og 23 0°C bringes i kontakt med en hydrogenholdig gass.
Ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen gjennomføres det
første trinn fortrinnsvis ved en temperatur på 125 - 350°C og spesielt 175 - 275°C. Det første trinn i prosessen gjennomfø-res fortrinnsvis ved et trykk på 5 - 100 bar og spesielt 10 - 75 bar.
H2/CO-blandinger som er egnet for anvendelse ved fremstillingen av isoparaffiner i henhold til oppfinnelsen, kan på svært egnet måte oppnås med utgangspunkt i et tungt, karbonholdig materiale, så som kull, eller med utgangspunkt i lette hydrokarboner, så som naturgass, ved dampreformering eller partiell oksydasjon eller en kombinasjon av disse prosesser. Ettersom H2/C0-forbruksforholdet for de foretrukne koboltkatalysator er ca. 2 ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen, er det i de tilfeller hvor det tas sikte på så høy CO-omdannelse som mulig foretrukket å anvende H2/CO-blandinger som har et H2/CO-molforhold høyere enn 2. Svært egnet for gjennomføring av det første trinn i den foreliggende fremgangsmåte er et utgangsmateriale som kan oppnås ved dampreformering av naturgass, og som gir H2/CO-blandinger med et H2/CO-molforhold på ca. 3, noe som er velkjent. Dersom det tilgjengelige utgangsmateriale for det første trinn ifølge oppfinnelsen er en H2/CO-blanding med et H2/CO-molforhold på 2 eller mindre, så kan H2/CO-molforholdet for dette utgangsmateriale økes før utgangsmaterialet bringes i kontakt med koboltkatalysatorene. En slik økning av H2/CO-molforholdet kan bl.a. gjennomføres ved tilsetning av hydrogen, fjerning av karbonmonoksyd, blanding med en hydrogenrik H2/CO-blanding eller ved at utgangsmaterialet med lavt hydrogeninnhold gjennomgår en CO-skiftreaksjon. Eventuelt kan CO-skiftreak-sjonen gjennomføres in situ ved tilsetning i det første trinn av fremgangsmåten av en fysikalsk blanding av en CO-skift-katalysator og koboltkatalysatoren. Det er også mulig å anvende syntesegasser med lavt hydrogeninnhold ved fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen uten å forhøye H2/CO-molforholdene. Uomvandlet hydrogen og karbonmonoksyd som forblir i avløpet fra det første trinn kan resirkuleres for igjen å komme i kontakt med katalysatoren. På denne måte kan gass som er i kontakt med katalysatoren ha et H2/CO-forhold som er betyde-lig lavere enn i utgangsgassen.
Det første trinn i foreliggende prosess følges av et andre trinn hvor i det minste en del av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner, fremstilt i det første trinn, hydrokrakkes og isomeriseres. I det andre trinn anvendes en katalysator som fortrinnsvis inneholder en katalytisk aktiv metallkomponent. Denne metallkomponent kan avsettes på enhver sur bærer som har krakking- og isomeriseringsaktivi-tet, _f.eks. en bærer i form av et klorert aluminiumoksyd eller en zeolitt. En zeolittbærer er foretrukket.
Katalysatoren som anvendes i det andre trinn i prosessen ifølge oppfinnelsen kan som katalytisk aktivt metall inneholde komponenter av ett eller flere metaller valgt fra gruppene VIB, VTIB og/eller VIII i elementenes periodiske system. Eksempler på slike metaller er molybden, wolfram, rhenium, metallene fra jerngruppen og metallene fra platina- og palladi-umgruppen. Katalysatorer med et edelt metall som katalytisk aktiv metallkomponent inneholder generelt 0,05 - 5 vektdeler og fortrinnsvis 0,1 - 2 vektdeler metall pr. 100 vektdeler bærermateriale. Svært godt egnede edle metaller er palladium og platina. Katalysatorer med et ikke-edelt metall eller en kombinasjon av ikke-edle metaller som katalytisk aktiv metallkomponent inneholder generelt 0,01 - 35 vektdeler metall eller kombinasjon av metaller pr. 100 vektdeler bærermateriale. Svært godt egnede hydrokrakking-katalysatorer inneholder en kombinasjon av 0,5 - 20 vektdeler, og spesielt 1-10 vektdeler, av et ikke-edelt metall fra gruppe VIII og 1-30 vektdeler, og spesielt 2-20 vektdeler, av et metall fra gruppe VIB og/eller VIIB pr. 100 vektdeler av bærermateriale. Spesielt egnede metallkombinasjoner er kombinasjo-ner av nikkel og/eller kobolt med wolfram og/eller molybden og/eller rhenium. Likeledes er katalysatorer som inneholder 0,1 - 35 vektdeler og spesielt 1-15 vektdeler nikkel pr. 100 vektdeler bærermateriale svært godt egnet som hydrokrakking-katalysatorer .
Dersom foreliggende hydrokrakking-katalysatorer inneholder et ikke-edelt metall eller en kombinasjon av ikke-edle metaller som katalytisk aktiv metallkomponent, anvendes de fortrinnsvis i sulfidform. Omvandling av hydrokrakking-katalysatorene til katalysatorenes sulfidform kan på egnet måte gjennomføres ved at katalysatorene ved en temperatur under 500°C bringes i kontakt med en blanding av hydrogen og hydro-gensulfid i et volumforhold på 5 : 1 til 15:1. Omvandlingen av katalysatorene til sulfidformen kan også gjennomføres ved at det til tilførselen under reaksjonsbetingelser tilsettes svovelforbindelser i en mengde fra 10 vekt-ppm til 5 vekt% og spesielt i en mengde fra 100 vekt-ppm til 2,5 vekt%.
.Isomeriserings-/hydrokrakking-trinnet (b) ifølge foreliggende oppfinnelse gjennomføres fortrinnsvis under anvendelse av en katalysator som omfatter en zeolitt med en porediameter i området fra 0,5 til 1,0 /xm. Forholdet mellom
silisiumdioksyd og aluminiumoksyd i zeolitten er fortrinnsvis i området fra 5 til 200.
Svært egnede zeolitter for dette formål er zeolitt Y, mordenitt, zeolitt £ og ZSM-20.
Både de naturlige og de syntetiske zeolitter inneholder ofte en viss mengde av alkalimetall-ioner. For å gjøre zeolittene mer egnet for anvendelse som bærermateriale for katalysatorer i hydrokarbon-omvandlingsprosesser, er det foretrukket å erstatte i det minste en del av alkalimetall-ionene som er til stede i zeolitten med andre kationer, spesielt hydrogenioner og/eller ammoniumioner og/eller ioner av de sjeldne jordmetaller. For anvendelse som bærer for katalysatorer i hydrokarbon-omvandlingsprosessen i trinn (b), prefereres zeolitter med et alkalimetall-innhold mindre enn 1 vekt%, spesielt mindre enn 0,1 vekt%.
Metallene kan påføres zeolitten på enhver konvensjonell måte, så som ved impregnering, perkolasjon eller ionebytting. Etter at de katalytisk aktive metallkomponenter er blitt på-ført bæreren, tørkes vanligvis katalysatoren, hvoretter den kalsineres. Hydroomvandlings-katalysatorer anvendes vanligvis i form av partikler med en diameter på 0,5 - 5 mm. Zeolitter som er egnet for anvendelse som bærermaterialer for foreliggende hydroomvandlings-katalysatorer er imidlertid ofte tilgjengelige som et fint pulver. Zeolittene kan formes til partikler med større dimensjoner, f.eks. ved komprimering og ekstrudering. Forming gjennomføres fortrinnsvis etter at de katalytisk aktive metallkomponenter er påført, men før kalsi-neringen hvor metallene omvandles til de tilsvarende oksyder. Om ønsket kan zeolitten under formingen forenes med en uorga-nisk matriks eller et bindemiddel. Eksempler på egnede matrikser eller bindemidler er naturlige leirer og syntetiske uorganiske oksyder. Før dannelsen av de tilformede partikler bør zeolitten og matriksen eller bindemidlet først blandes homogent. De tilformede partikler kan ha enhver ønsket form, så som perler, sfærer, paletter, tabletter, briketter og gra-nuler .
Dersom det ved fremstillingen av foreliggende hydroomvandlings-katalysatorer gjøres anvendelse av en matriks eller et bindemiddel, er det foretrukket å fremstille tilformede partikler som inneholder 10 - 90 vekt% av matriksen eller bindemidlet, og fortrinnsvis anvendes en matriks eller et bindemiddel som ikke inneholder noen alkalimetaller eller hvor alkalimetall-innholdet er svært lavt. Om ønsket kan blandinger av zeolitter anvendes som bærermateriale for foreliggende hydroomvandlings-katalysatorer. Slike zeolitt-blandinger kan også anvendes i kombinasjon med en matriks eller et bindemiddel.
Egnede betingelser for hydrokrakkingen/isomeriseringen av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner ifølge det andre trinn i prosessen ifølge oppfinnelsen er en temperatur på 250°C - 450°C, et trykk på 5 - 50 bar, en romhastighet pr. time på 0,2 - 20 kg hydrokarbon-utgangsmateriale pr. kilo katalysator pr. time og et molforhold mellom hydrogentilførsel og hydrokarbontilførsel på 1-50. Det er foretrukket å gjennomføre isomeriserings-/hydrokrakking- trinnet (b) ved en temperatur på 250°C - 350°C og ved et trykk på 7 - 15 bar.
Med fordel føres minst en del av avløpet av isomeriserings -/hydrokrakking- trinnet (b) til et ytterligere skilletrinn hvor en hydrogenholdig gass og et hydrokarbonavløp skilles fra hverandre. I dette skilletrinn er det egnet at en hydrokarbonholdig gass og et hydrokarbonavløp skilles fra ved flash-destillasjon. Flash-destillasjonen gjennomføres på egnet måte ved en temperatur mellom -20 og 100°C og ved et trykk mellom 1 og 50 bar.
Fortrinnsvis skilles minst en del av det flytende hydrokarbonprodukt fra trinn (b) i prosessen ifølge oppfinnelsen fra ved fraksjonert destillasjon for å oppnå en C7-fraksjon og en CQ -fraksjon. I det minste en del av CQ -fraksjonen resirkuleres med fordel til trinn (b). I det minste en del av C7-fraksjonen føres til trinn (c).
I skilletrinnet (c) anvendes fortrinnsvis en separasjons -molekylsikt som er i stand til å adsorbere normal-hydrokarboner. Fortrinnsvis adsorberes i hovedsak uforgrenede hydrokarboner, mens forgrenede hydrokarboner ikke holdes til-bake i en mengde av betydning av molekylsikten og skilles fra som en produktstrøm. Denne selektivitet er i høy grad avhen-gig av porediameteren i molekylsikten, idet diametrene fortrinnsvis er i størrelsesordenen fra 0,3 til 0,8 nm og mest foretrukket fra 0,4 til 0,6 nm. Det er egnet at hydrokarbon-skilletrinnet omfatter en molekylsikt for skilling som har en porestørrelse som er tilstrekkelig til at normal-hydrokarboner som inneholder 4-7 karbonatomer kan trenge inn, men hindrer inntrengning av monometyl-forgrenede og dimetyl-forgrenede hydrokarboner.
Det er egnet å anvende syntetiske eller naturlige zeolitter, erionitt og offretitt som molekylsikt, og fortrinnsvis zeolitt 5A. Partiklene som omfatter molekylsikt-materiale kan i tillegg omfatte et bindemateriale, så som aluminiumoksyd, silisiumdioksyd eller silisiumdioksyd-aluminiumoksyd, for å forbedre knusestyrken for partiklene. Disse partikler kan også blandes med partikler som ikke inneholder molekylsikt-materiale .
Adsorpsjonen i trinn (c) gjennomføres med fordel ved en temperatur i området fra 100 til 300°C og ved et trykk i området 5 til 25 bar.
Hydrokarbonene som adsorberes på separasjons-molekylsikten i trinn (c) kan desorberes fra denne ved at sikten bringes i kontakt med et flytende løsemiddel eller med en gass. Fortrinnsvis desorberes i trinn (c) adsorberte normal-hydrokarboner ved å føre en hydrogenholdig gass over molekylsikten, og med fordel føres i det minste en del av avløpet som inneholder hydrogen og normal-hydrokarboner fra trinn (c) til trinn (b).
Hydrokarboner som adsorberes på skille-molekylsikten kan periodisk desorberes fra denne ved å avbryte strømmen av hydrokarbonavløp og ved å føre en hydrogenholdig gass over denne separasjons-molekylsikt. Etter desorpsjon av en betyde-lig mengde av de adsorberte hydrokarboner, avbrytes strømmen av hydrogenholdig gass og strømmen av hydrokarbonavløp fra isomeriseringstrinnet bringes igjen i kontakt med sikten. Det er mulig å gjennomføre fremgangsmåten på en slik måte at en kontinuerlig strøm som inneholder normal-hydrokarboner oppnås, dvs. ved anvendelse av flere beholdere. Den hydrogenholdige gass som kan anvendes for desorpsjon av de adsorberte hydrokarboner behøver ikke å være fullstendig ren og kan inneholde en viss mengde av andre bestanddeler, passende opptil 4 0 mol% og fortrinnsvis ikke mer enn 2 0 mol% av andre forbindelser, så som hydrokarboner, f.eks. reformer-avgass, under den forutsetning at disse forbindelser i hovedsak er inerte med henblikk på utgangsmaterialet og den anvendte molekyl-skillesikt. Den hydrogenholdige gass føres på egnet måte over molekylsikten ved en temperatur mellom 200 og 450°C og ved et trykk mellom 1 og 25 bar.
Fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse kan gjennomføres på flere alternative måter, og noen fortrukne prosesskjemaer ifølge foreliggende oppfinnelse skal belyses mer fullstendig i det følgende med referanse til vedlagte figurer. Fremgangsmåten som fremgår av figurene gjennomføres ved hjelp av en isomeriserings-/hydrokrakking-reaktor 10, en produktseparator 20, en fraksjoneringsinnretning 30, en resirkuleringsgass-kompressor 40 og tre separasjonsanlegg 501, 502 og 503 for iso/normal-paraffiner.
Ved fremgangsmåten som er vist skjematisk i fig. 1 fremstilles isoparaffiner i bensinområdet ved omdannelse av avlø-pet fra et Fischer-Tropsch-hydrokarbon-syntesetrinn (ikke vist). For dette formål føres Fischer-Tropsch-avløpet inn i prosessen gjennom en rørledning 1. Det forenes med en Cg+-resirkuleringsstrøm gjennom en rørledning 2 fra fraksjone-rings innretningen 30 og med en normal-paraffin- og hydrogenholdig resirkuleringsstrøm gjennom rørledning 3 fra separatoren 501. De forenede strømmer 1, 2 og 3 føres gjennom rørled-ning 4 inn i isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10 hvor høyerekokende normal-paraffiner i det minste delvis hydrokrakkes og laverékokende normal-paraffiner i det minste delvis isomeriseres i nærvær av hydrogen.
Avløpet fra reaktoren 10 føres gjennom en rørledning 5 til produktsepararatoren 20, hvor det skilles i en hydrogenrik gasstrøm som trekkes ut gjennom en rørledning 6 og en hydrokarbonholdig flytende strøm som føres gjennom en rørled-ning 7 til fraksjoneringsinnretningen 30, hvor den separeres i en.lett hydrokarbonstrøm (i overveiende grad C3-hydrokarboner) som trekkes ut fra fraksjoneringsinnretningen 30 gjennom en rørledning 8, en C4-C7~iso/normal-paraffinholdig strøm som overføres gjennom en rørledning 9, en rørledning 91 og en
rørledning 92 til iso/normal-paraffin-separatorene 502 og
503, og en Cg+-hydrokarbonholdig resirkuleringsstrøm som resirkuleres til reaktoren 10 gjennom rørledningene 2 og 4. Den hydrogenholdige strøm som føres gjennom rørledning 6 deles. Én del føres gjennom en rørledning 11 for å forenes med den gassformige strøm som inneholder de lette hydrokarboner i rørledning 8 og trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 12 .
Den gjenværende del av strømmen fra rørledning 6 føres gjennom en rørledning 13 til kompressoren 40 for resirkuleringsgass og.en rørledning 14 til iso/normal-paraffin-separatoren 501. Gjennom en rørledning 15 tilføres hydrogen for oppfylling til rørledning 14.
I separatorene 501, 502 og 503 for iso/normal-paraffiner separeres blandingen som inneholder den iso- og normal-C4-C7-paraffinholdige blanding til en strøm som inneholder C5-C7~ isoparaffiner pluss iso- og normal-C4-paraffiner og en strøm som inneholder Cj. -C7-normal-paraffiner. For dette formål føres blandingen gjennom to separatorer, idet normal-C5~C7-paraffiner adsorberes på spesielle zeolittskikt, og isoparaf finer pluss normal-C4-paraffiner går gjennom disse skikt.
Samtidig desorberes normal-paraffiner fra ett eller flere zeolittskikt som befinner seg i en tredje separator ved at en hydrogenholdig gass føres gjennom zeolittskiktene. Separatorene anvendes avvekslende for adsorpsjon og desorpsjon. På denne måte desorberes normal-C^-C,^-paraffiner fra innholdet av separator 501 ved at den hydrogenholdige gass som tilføres gjennom rørledning 14 føres gjennom skiktet. De normale C^-C7-paraffiner og den hydrogenholdige blanding trekkes ut fra separatoren 501 og resirkuleres gjennom rør-ledningene 3 og 4 til isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10.
C4-C7~isoparaffiner og normal-C4-paraffiner som ikke adsorberes av zeolittskiktene i separatorer 502 og 503 går gjennom disse separatorer og trekkes ut som et produkt fra systemet gjennom henholdsvis en rørledning 16, en rørledning 17 og en rørledning 18.
Denne blanding av C4-C7-isoparaffiner og C4-normal-paraffiner separeres fortrinnsvis til normal-butan og iso-butan og en C5-C7-isoparaffiner-blanding. Sistnevnte er en utmerket bestanddel ved blanding av motorbensin med høyt oktantall og med en ønsket flyktighet. Isobutanet kan anvendes for fremstilling av C^- og Cg-isoparaffiner ved alkylering, og for fremstilling av metyl-tertiær-butyleter og tertiær- butylalkohol. Disse produkter er også utmerkede blandekomponenter for motorbensin. n-Butan kan også blandes i bensin opptil de grenser som settes av spesifikasjonene for damptrykk.
I fig. 2 er det skjematisk vist en prosess for fremstilling av en blandekomponent for bensin inneholdende C^- C^-isoparaf finer, et kjemisk utgangsmateriale som inneholder C3~og C4~olefiner, en kerosinfraksjon og en gassoljefraksjon.
For dette formål føres avløpet fra et Fischer-Tropsch-hydrokarbon-syntesetrinn, det vil si en blanding som inneholder tunge paraffiniske hydrokarboner, inn i prosessforløpet gjennom en rørledning 1 og føres til en høytemperatur-separator 19 som drives ved en temperatur i området fra 200 til 350°C og ved et trykk i området fra 20 til 40 bar. I denne separator 19 skilles Fischer-Tropsch-avløpet i en gasstrøm som inneholder hydrogen og lette hydrokarboner (f.eks. C1Q-hydrokarboner) og en tung, flytende fraksjon som koker over 150°C og som inneholder Q+-hydrokarboner. Den gassformige strøm avkjøles og kondenseres delvis i en kjøler (ikke vist) og føres gjennom en rørledning 21 til en lavtemperatur-separator 22, hvor den skilles til gass som inneholder hydrogen og i hovedsak C -C4-hydrokarboner, en flytende vandig strøm som trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 24 og en flytende hydrokarbonstrøm som i hovedsak omfatter C4+-paraffiner. Gassen er i høy grad olefinisk og derfor et ønsket utgangsmateriale for den kjemiske industri eller for fremstilling av sterkt forgrenede isoparaffiner ved alkylering. Denne trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 23.
Den flytende hydrokarbonstrøm som omfatter paraffiner føres gjennom en rørledning 25 og en rørledning 4 til en isomeriserings-/hydrokrakking-reaktor 10.
Den tunge flytende strøm oppnådd fra separatoren 19 og som omfatter Q + -hydrokarboner, forenes gjennom en rørled-ning 26 med en destillasjonsrest-resirkuleringsstrøm som føres gjennom en rørledning 2 fra fraksjoneringsinnretningen 30 og som inneholder C20+-paraffiner.
De forenede strømmer forenes videre gjennom en rørled-ning 2 7 sammen med en hydrogenholdig gassformig strøm som overføres gjennom en rørledning 6, en kompressor 4 0 for resirkuleringsgass, en rørledning 14 og en rørledning 28. De forenede flytende og gassformige strømmer føres gjennom en rørledning 29 til en hydrokrakking-reaktor 60 for tunge paraffiner. I denne reaktor hydrokrakkes tunge paraffiner ved en temperatur i området fra 250 til 400°C og ved et trykk i området fra 20 til 50 bar. Fortrinnsvis anvendes det en katalysator sotn inneholder 0,1 - 2 vekt%, og spesielt 0,2 - 1 vekt%, av ett eller flere edelmetaller fra gruppe VIII an-brakt på en bærer. Katalysatorer som inneholder platina eller palladium som edelmetall prefereres. Eksempel på egnede bærere for edelmetall-katalysatorene er amorfe oksyder av elementene fra gruppe II, III og VI, så som silisiumdioksyd, aluminiumoksyd, magnesiumoksyd og zirkoniumoksyd og også blandinger av disse oksyder, så som silisiumdioksyd-aluminiumoksyd, silisiumdioksyd-magnesiumoksyd og silisiumdioksyd- zirkoniumoksyd. Foretrukne bærere for edelmetall-katalysatorene er silisiumdioksyd-aluminiumoksyder.
Avløpet fra hydrokrakking-reaktoren 60 føres gjennom en rørledning 31 til en produktseparator 20, hvor det forenes med avløpet fra isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10, hvor den flytende hydrokarbonstrøm fra rørledning 4 er blitt isomerisert og hydrokrakket under anvendelse av hydrogenholdig gass som er blitt ført gjennom en rørledning 3 fra en iso/normal-paraffin-separator 501.
I separatoren 20 separeres de forenede strømmer til en hydrogenrik gasstrøm og en flytende strøm som inneholder høyerekokende hydrokarboner.
Den gassformige strøm resirkuleres delvis gjennom rør-ledningene 6, 14, 28 og 29 gjennom resirkulerings-kompressoren 40 til hydrokrakking-reaktoren 60, mens en avløpsstrøm fra denne gassformige strøm trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 12. Den flytende strøm føres gjennom en rørled-ning 7 til fraksjoneringsinnretningen 30, hvor den separeres til en gass som inneholder spor av hydrogen og C^-C^-hydrokarboner, en lett, flytende naftastrøm som inneholder C4-C7> en kerosinstrøm (kokeområde fra 150 til 250°C) og en gass-oljestrøm (kokeområde fra 250 til 370°C).
Gassen trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 8 og gjennom rørledningen 12. Kerosin og gassolje trekkes ut som produkter fra systemet gjennom henholdsvis en rørledning 32 og en rørledning 33. Ettersom disse produkter i hovedsak består av paraffiner, er de av utmerket kvalitet.
Den lette naftastrøm føres gjennom en rørledning 9, en rørledning 91 og en rørledning 92 til separatorene 502 og 503 for iso/normal-paraffiner, hvor det skilles ut en strøm som inneholder isoparaffiner (C4-C7) og normal-butan, og som er en utmerket blandekomponent for bensin. Denne strøm trekkes ut fra systemet gjennom rørledningene 16, 17 og 18, mens normal-C5~C7-paraffiner adsorberes i zeolittskiktene som befinner seg i separatorene 502 og 503.
I en etterfølgende desorpsjonssyklus desorberes normal-paraffinene fra zeolittskiktene på samme måte som normal-paraffinene som var adsorbert i separator 501 i en tidligere adsorpsjonssyklus (ikke vist). I det skjema som er vist i fig. 2 føres hydrogenholdig gass gjennom rørledningene 14 og 15 og adsorberer 501, hvor normal-paraffiner desorberes fra zeolittskiktet/-skiktene som befinner seg i adsorberen 501, idet normal-paraffiner resirkuleres gjennom rørledningene 3 og 4 til isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10.
I fig. 3 er det skjematisk vist en prosess for fremstilling av høyoktan C4-C7-isoparaffin-bensinbestanddeler, gassolje med høyt cetantall og kerosin med lavt røkpunkt fra et tungt syntetisk paraffinisk hydrokarbonprodukt. Sistnevnte føres inn i prosessen gjennom rørledning 1 og forenes med en resirkuleringsstrøm som inneholder tunge paraffiner (C2q+), og som er overført fra en fraksjoneringsinnretning 31 gjennom en rørledning 26. Den forenede strøm føres gjennom en rørled-ning 27 og forenes med hydrogenholdig gass og en lett (i hovedsak C^-C^) hydrokarbonholdig gass som tilføres gjennom en rørledning 28. De forenede strømmer føres gjennom en rør-ledning 2 9 til en hydrokrakking-reaktor 6 0 for tunge paraffiner.
I denne reaktor hydrokrakkes de tunge paraffiner under anvendelse av en lignende katalysator og lignende reaksjonsbetingelser som de som er beskrevet i det foregående når det gjelder reaktoren 60 i fig. 2.
Avløpet fra reaktoren 60 føres gjennom en rørledning 21 til en produktseparator 24 hvor det skilles til en gass som
inneholder hydrogen og lette hydrokarboner (i hovedsak C^-C^) og en flytende strøm som inneholder høyerekokende hydrokarboner fra C4 og oppover. Gassen resirkuleres tildels gjennom en rørledning 61, en resirkuleringsgass-kompressor 41 og gjennom rørledningene 28 og 29 til reaktoren 60, idet oppfyllings-hydrogen tilføres gjennom en rørledning 25. Resten av gassen trekkes ut fra systemet som en utskillingsstrøm gjennom en rørledning 22.
Den flytende strøm føres gjennom en rørledning 11 til fraksjoneringsinnretningen 31, hvor den separeres til en paraffinisk nafta (C4-C1CP / en kerosin (som koker i området fra 150 til 250°C og som har et røkpunkt på minst 40 mm), en gassolje (som koker i området fra 250 til 370°C og som har et cetantall på minst 60) og en destillasjonsrest som inneholder tunge paraffiner (som koker over 370°C). Kerosinet og gass-oljen trekkes ut fra prosessen som sluttprodukter gjennom henholdsvis en rørledning 32 og en rørledning 33. Destillasjonsrest-produktet resirkuleres til reaktoren 60 gjennom rørledningene 26, 27 og 29.
Den paraffiniske nafta føres gjennom en rørledning 34 til en rørledning 4, hvor den forenes med en resirkulerings-strøm som inneholder hydrogen og normal-paraffiner og som tilføres gjennom en rørledning 2. De forenede strømmer 34 og 2 føres gjennom rørledningen 4 inn i isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10 hvor høyerekokende normal-paraffiner i det minste delvis hydrokrakkes katalytisk og normal-paraffiner med lavere kokepunkter i det minste delvis katalytisk isomeriseres i nærvær av hydrogen.
.Avløpet fra reaktor 10 føres gjennom en rørledning 5 til produktseparator 20, hvor det skilles i en gasstrøm som inneholder hydrogen og lette hydrokarboner (i hovedsak C^-C^) og en flytende strøm av høyerekokende hydrokarboner (C4_c10)• Den gassformige strøm trekkes ut gjennom en rørledning 6. Den
fjernes delvis fra systemet gjennom en rørledning 12 og resirkuleres delvis til en iso/normal-paraffin-separator gjennom en rørledning 13, kompressoren 4 0 for resirkuleringsgass og en rørledning 14.
Den flytende strøm føres gjennom en rørledning 7 til fraksjoneringsinnretningen 30, hvor den separeres i en gass-strøm som inneholder lette hydrokarboner (i hovedsak C3), en C4"C7-iso/normal-paraffinholdig flytende strøm og en Cg + - hydrokarbonholdig flytende strøm. Gasstrømmen trekkes ut fra systemet gjennom en rørledning 8 og en rørledning 12.
Den flytende strøm som inneholder CeD s +-hydrokarboner resirkuleres gjennom en rørledning 2, hvor den forenes med en strøm fra en rørledning 3 som inneholder normal-C5-C7-paraffiner og føres gjennom rørledning 4 til isomeriserings-/- hydrokrakking-reaktoren 10.
Den flytende strøm som inneholder C4-C7-iso/normal-paraffiner føres gjennom rørledninger 9, 91 og 92 til separatorene 502 og 503 for å skille iso/normal-paraffiner.
I disse separatorer adsorberes normal-C5~C7-paraffiner i zeolittskikt, mens -C7~isoparaffiner og C4-normal-paraffiner passerer disse skikt og trekkes ut fra systemet som sluttprodukter gjennom rørledninger 16, 17 og 18. På samme tid desorberes normal-C5-C7-paraffiner fra ett eller flere zeolittskikt som befinner seg i en separator 501 for iso/normal-paraffiner, hvor de er blitt adsorbert under en tidligere prosessyklus (ikke vist). Desorpsjonen gjennomføres ved at strømmen som inneholder lette hydrokarboner og hydrogen føres gjennom rørledning 14 over zeolittskiktet/- skiktene. Hydrogen for oppfylling føres inn i systemet gjennom en rørledning 15.
En gassformig strøm av hydrogen, lette hydrokarboner og desorberte C5-C7-normal-paraffiner resirkuleres gjennom en rørledning 3 og gjennom rørledningene 2 og 4 til isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10. .Oppfinnelsen skal nå belyses ytterligere ved hjelp av det følgende eksempel, hvor et typisk prosessforløp er illus-trert .
Eksempel
I en prosess som vist i fig. 1 føres 100 tonn pr. dag av et hydrokarbonprodukt fra et Fischer-Tropsch-synteseanlegg (ikke vist) inn gjennom rørledning 1 sammen med 8 0 tonn pr. dag av en resirkuleringsstrøm 2 som i hovedsak består av Cg+-paraffiner og en gass som omfatter 15 tonn pr. dag hydrogen og 25 tonn pr. dag resirkulerte normal-C4-C7-paraffiner til-ført gjennom rørledning 3, gjennom rørledning 4 til isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10.
Fischer-Tropsch-produktet er oppnådd fra syntesegass med et H2/C0-forhold på 2/1 under anvendelse av en katalysator omfattende 3 0 vektdeler Co, 12 vektdeler Zr avsatt på 100 vektdeler SiC>2 ved impregnering. Betingelsene under hydrokar-bonsyntesen er:
Temperatur : 200°C
Trykk : 3 0 bar
Romhastighet: 600 nm 3 /nm 3/time
Fischer-Tropsch-produktet består i hovedsak av paraffiner som koker i området fra 20 til 500°C og har 80 vekt% tunge paraffiner som koker i området fra 150 til 500°C.
I isomeriserings-/hydrokrakking-reaktoren 10 omdannes Fischer-Tropsch-avløpet til en laverekokende blanding som inneholder iso- og normal-paraffiner. I reaktoren 10 anvendes en katalysator som består av 0,4 vektdeler Pt avsatt på 100 vektdeler zeolitt Y som er i hydrogenform og som har et Na-innhold på 0,05 vekt%. Reaksjonsbetingelsene er:
Temperatur : 3 00°C
Trykk : 20 bar
Hydrogen-partialtrykk : 15 bar
Romhastighet : 1 kg/kg/time
Isomeriserings-/hydrokrakking-produktet separeres i separator 20 i en hydrogenrik gass og 203 tonn pr. dag kondensat, og sistnevnte separeres videre i fraksjoneringsinnretningen 30 i 13 tonn pr. dag av en strøm (12) som skilles ut og som inneholder lette hydrokarboner, 110 tonn pr. dag av en strøm 9 som inneholder C4-C7-iso/normal-paraffiner og 80 tonn pr. dag av en resirkuleringsstrøm 2 som inneholder tunge paraffiner.
Til gassen som inneholder hydrogen og lette hydrokarboner tilsettes 2,5 tonn pr. dag av suppleringsgass i form av frisk hydrogen gjennom rørledning 15 og den resulterende gassblanding føres over et zeolittskikt som befinner seg i adsorberen 501 for å desorbere 25 tonn pr. dag normal-C5-C7-paraffiner som resirkuleres gjennom rørledningene 3 og 4 til reaktoren 10.
Fra strømmen 9 som inneholder C4-C7~iso/normal-paraf finer skilles det ut 85 tonn pr. dag av en blanding av C4~C7-isoparaffiner og C4-normal-paraffiner ved at strøm 9 føres over to zeolittskikt som omfatter zeolitt 5A som adsor-bent og som befinner seg i adsorberingsinnretninger 502 og 503. Blandingen av isoparaffiner og n-C4~paraffiner fjernes fra systemet gjennom rørledningene 16, 17 og 18 som et slutt-produkt .
Denne blanding består av:
n-C. + i-C.: 23 vekt%
4 4
i-C5 : 40 vekt%
i-C,. : 29 vekt%
i-C7 : 8 vekt%
Den separeres til et i-butanprodukt, et n-butanprodukc og en C,_-C7-isoparaf f inblanding. i-C4-paraf f inene er anvendbare som utgangsmateriale for en alkyleringsprosess.
C5-C7-isoparaffinene er anvendbare som en blandekomponent for motorbensin med teoretisk oktantall (RON<*>) på 86 og et motoroktantall (MON<**>) på 85.
<*> RON = oktantall bestemt ved "research"-metoden
<**>MON = oktantall bestemt ved motormetoden

Claims (12)

1. Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner med 4 - 7 karbonatomer pr. molekyl fra syntesegass, karakterisert ved at den omfatter trinnene a) syntese av en hydrokarbonblanding som inneholder tunge paraffiner over en Fischer-Tropsch-katalysator, etter-fulgt av et av alternativene I, II eller III, hvor alternativ I omfatter b) omvandling av minst en del av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomeriserings-/hydrokrakking-betingelser; c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av det isoparaffin-holdige produkt fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til trinn (b) og uttrekking av C4-C7~isoparaffiner som et produkt fra prosessen; alternativ II omfatter hydrokrakking av minst en del av blandingen i en hydro-krakkingreaktor, skilling av avløpet fra hydrokrakking-reaktoren i en hydrogenholdig gass som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-reaktoren, en naftafraksjon som i det minste delvis føres til trinn (b), en kerosinfraksjon og en gassoljefraksjon som trekkes ut av prosessen som produkter, og en tung fraksjon som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-trinnet; b) omvandling av minst en del av hydrokarbonblandingen som inneholder tunge paraffiner, og som i det minste delvis er blitt hydrokrakket til naftafraksjonen i trinn a), over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomererings-/hydrokrakking-betingelser ; c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av det isoparaffin-holdige produkt fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til trinn (b) og uttrekking av -C^-isoparaffiner som et produkt fra prosessen, og alternativ III omfatter separasjon av blandingen i en tung fraksjon som koker over 150°C og en lett fraksjon som inneholder C1Q-hydrokarboner; føring av den lette fraksjon til trinn (b) og hydrokrakking av den tunge fraksjon i et hydrokrakking-_trinn; b) omdannelse av den lette fraksjon av hydrokarbonblandingen som inneholder de tunge paraffiner over en bifunksjonell isomeriserings-/hydrokrakking-katalysator under isomererings-/hydrokrakking-betingeIser; forening av avløpene fra hydrokrakkingtrinnet og isomeriserings -/hydrokrakking- trinnet i trinn (b) og skilling av de forenede avløp i en hydrogenholdig gass som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakkingtrinnet og/eller isomeriserings-/hydrokrakkingtrinnet i trinn (b), en naftafraksjon som i det minste delvis føres til trinn (c), en kerosinfraksjon og en gassoljefraksjon som trekkes ut av prosessen som produkter, og en tung fraksjon som i det minste delvis resirkuleres til hydrokrakking-trinnet, c) adskilling av normal-paraffiner fra i det minste en del av den isoparaffin-holdige naftafraksjon fra trinn (b); d) resirkulering av minst en del av normal-paraffinene til isomeriserings-/hydrokrakking-trinnet i trinn (b) og uttrekking av C4~C7-isoparaffiner som et produkt fra prosessen.
2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at det i trinn (a) anvendes en katalysator som omfatter kobolt og som mer foretrukket omfatter 3-60 vektdeler kobolt og 0,1 - 100 vektdeler av minst ett annet metall valgt fra gruppen som utgjøres av zirkonium, titan, rhenium, ruthenium og krom pr. 100 vektdeler silisiumdioksyd, aluminiumoksyd eller silisiumdioksyd-aluminiumoksyd og/eller titanoksyd.
3. Fremgangsmåte ifølge krav 2, karakterisert ved at katalysatoren som anvendes er i samsvar med forholdet hvor L er den totale mengde av kobolt som er til stede på katalysatoren, uttrykt som mg Co/ml katalysator, S er katalysatorens overflateareale, uttrykt som m <o>/ml katalysator, og R er vektforholdet mellom mengden av kobolt som er avsatt på katalysatoren ved elting og den totale mengde kobolt til stede på katalysatoren.
4. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1 - 3, karakterisert ved at trinn (a) gjennomføres ved en temperatur på 125 - 350°C og ved et trykk på 5 - 100 bar.
5. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-4, karakterisert ved at det i trinn (b) anvendes en katalysator som omfatter en katalytisk aktiv metallkomponent og en zeolitt, idet den katalytisk aktive metallkomponent fortrinnsvis omfatter minst ett metall fra gruppe VIB, VIIB eller VIII i det periodiske system, mer foretrukket minst ett metall fra gruppen som består av Mo, W, Re, Fe, Ni, Co, Ru, Rh, Pd, Os, Ir og Pt.
6. Fremgangsmåte ifølge krav 5, karakterisert ved at zeolitten som anvendes har en porediameter i området 0,5 - 1,0 nm.
7. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 5 eller 6, karakterisert ved at zeolitten som anvendes har et forhold mellom silisiumdioksyd og aluminiumoksyd i området 5 - 20 0.
8. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 5-7, karakterisert ved at zeolitten som anvendes er zeolitt Y, zeolitt JS, mordenitt eller ZSM-20.
9. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-8, karakterisert ved at trinn (b) gjennomføres ved en temperatur på 250 - 450°C, et trykk på 5 - 50 bar, en romhastighet pr. time på 0,2 - 20 kg hydrokarbon-utgangsmateriale pr. kilo katalysator pr. time og et molforhold mellom tilført hydrogen og hydrokarbon på 1 - 50.
10. Fremgangsmåte ifølge hvilket som helst av kravene 1-9, karakterisert ved at trinn (c) gjennomføres ved at minst en del av avløpet fra trinn (b) bringes i kontakt med en molekylsikt for separasjon som er i stand til å adsorbere normal-hydrokarboner, idet en produktstrøm som inneholder forgrenede hydrokarboner skilles fra.
11. Fremgangsmåte ifølge krav 10, karakterisert ved at separasjons-molekylsikten som anvendes har en porediameter i området fra 0,3 til 0,8 nm, fortrinnsvis fra 0,4 til 0,6 nm.
12. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at hydrokarbonblandingen som inneholder de tunge paraffiner skilles i en tung fraksjon som koker over 150°C og en lett fraksjon som inneholder C1Q-hydrokarboner, idet den tunge fraksjon føres til hydrokrakking- trinnet og den lette fraksjon føres til trinn (b).
NO921777A 1991-05-07 1992-05-05 Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner NO300966B1 (no)

Applications Claiming Priority (1)

Application Number Priority Date Filing Date Title
GB919109747A GB9109747D0 (en) 1991-05-07 1991-05-07 A process for the production of isoparaffins

Publications (3)

Publication Number Publication Date
NO921777D0 NO921777D0 (no) 1992-05-05
NO921777L NO921777L (no) 1992-11-09
NO300966B1 true NO300966B1 (no) 1997-08-25

Family

ID=10694500

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
NO921777A NO300966B1 (no) 1991-05-07 1992-05-05 Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner

Country Status (11)

Country Link
US (1) US5292983A (no)
EP (1) EP0512635B2 (no)
AU (1) AU652627B2 (no)
CA (1) CA2068026C (no)
DE (1) DE69216903T3 (no)
DK (1) DK0512635T4 (no)
GB (1) GB9109747D0 (no)
MY (1) MY106913A (no)
NO (1) NO300966B1 (no)
SG (1) SG73384A1 (no)
ZA (1) ZA923236B (no)

Families Citing this family (37)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB9109747D0 (en) † 1991-05-07 1991-06-26 Shell Int Research A process for the production of isoparaffins
WO1994004476A1 (en) * 1992-08-25 1994-03-03 The Broken Hill Proprietary Company Limited Producing blendstock
US5362378A (en) * 1992-12-17 1994-11-08 Mobil Oil Corporation Conversion of Fischer-Tropsch heavy end products with platinum/boron-zeolite beta catalyst having a low alpha value
US5817593A (en) * 1995-06-02 1998-10-06 The Dow Chemical Company Catalyst and process for producing amines
JPH11514401A (ja) * 1995-10-04 1999-12-07 ザ ダウ ケミカル カンパニー アミン末端ポリエーテル及びその製造方法
US6103773A (en) * 1998-01-27 2000-08-15 Exxon Research And Engineering Co Gas conversion using hydrogen produced from syngas for removing sulfur from gas well hydrocarbon liquids
US6147126A (en) * 1998-02-10 2000-11-14 Exxon Research And Engineering Company Gas conversion using hydrogen from syngas gas and hydroconversion tail gas
US6043288A (en) * 1998-02-13 2000-03-28 Exxon Research And Engineering Co. Gas conversion using synthesis gas produced hydrogen for catalyst rejuvenation and hydrocarbon conversion
US6475960B1 (en) 1998-09-04 2002-11-05 Exxonmobil Research And Engineering Co. Premium synthetic lubricants
US6080301A (en) 1998-09-04 2000-06-27 Exxonmobil Research And Engineering Company Premium synthetic lubricant base stock having at least 95% non-cyclic isoparaffins
FR2789691B1 (fr) 1999-02-11 2001-04-27 Inst Francais Du Petrole Procede de synthese de distillat atmospherique comprenant l'utilisation de la technologie fischer-tropsch
AU6333900A (en) * 1999-03-31 2000-11-14 Syntroleum Corporation Fuel-cell fuels, methods, and systems
JP3648430B2 (ja) * 2000-04-04 2005-05-18 トヨタ自動車株式会社 合成ガスからの低級イソパラフィンの合成方法
US6765106B2 (en) * 2001-02-15 2004-07-20 Shell Oil Company Process for preparing a branched olefin, a method of using the branched olefin for making a surfactant, and a surfactant
US6747165B2 (en) 2001-02-15 2004-06-08 Shell Oil Company Process for preparing (branched-alkyl) arylsulfonates and a (branched-alkyl) arylsulfonate composition
US6515032B2 (en) 2001-05-11 2003-02-04 Chevron U.S.A. Inc. Co-hydroprocessing of fischer-tropsch products and natural gas well condensate
US6703429B2 (en) 2001-08-23 2004-03-09 Chevron U.S.A. Inc. Process for converting synthesis gas into hydrocarbonaceous products
EP1371715A1 (en) * 2002-06-13 2003-12-17 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Fuel compositions
US7077947B2 (en) * 2002-10-08 2006-07-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for preparing basestocks having high VI using oxygenated dewaxing catalyst
US7282137B2 (en) * 2002-10-08 2007-10-16 Exxonmobil Research And Engineering Company Process for preparing basestocks having high VI
US7344631B2 (en) * 2002-10-08 2008-03-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Oxygenate treatment of dewaxing catalyst for greater yield of dewaxed product
US20040167355A1 (en) * 2003-02-20 2004-08-26 Abazajian Armen N. Hydrocarbon products and methods of preparing hydrocarbon products
US7311815B2 (en) * 2003-02-20 2007-12-25 Syntroleum Corporation Hydrocarbon products and methods of preparing hydrocarbon products
CN100587034C (zh) 2003-05-27 2010-02-03 国际壳牌研究有限公司 制备汽油的方法
US6992113B2 (en) * 2003-11-25 2006-01-31 Chevron U.S.A. Inc. Control of CO2 emissions from a fischer-tropsch facility by use of dual functional syngas conversion
US20070215519A1 (en) 2004-05-26 2007-09-20 Jan Lodewijk Maria Dierickx Aliphatic gasoline component and process to prepare said gasoline component
BRPI0705939A2 (pt) * 2007-10-29 2009-06-23 Petroleo Brasileiro Sa processo para a produção de catalisadores hìbridos para a sìntese de fischer-tropsch e catalisador hìbrido produzido de acordo com o processo
US20100312030A1 (en) * 2009-06-04 2010-12-09 Chevron U.S.A., Inc. Process of synthesis gas conversion to liquid fuels using synthesis gas conversion catalyst and noble metal-promoted acidic zeolite hydrocracking-hydroisomerization catalyst
FR2951192B1 (fr) * 2009-10-13 2011-12-30 Inst Francais Du Petrole Procede de production de distillat moyen a partir de cires fischer tropsch utilisant un catalyseur a base de zeolithe modifiee
FR2952380B1 (fr) * 2009-11-10 2012-05-18 Inst Francais Du Petrole Procede de production de distillat moyen a partir de cires fischer tropsch mettant en oeuvre un catalyseur a base de zeolithe modifiee par un traitement basique
US8436221B2 (en) * 2010-12-22 2013-05-07 Chevron U.S.A. Inc. Processes for upgrading fischer-tropsch condensate olefins by alkylation of hydrocrackate
GB2527372A (en) * 2014-06-21 2015-12-23 Inventure Fuels Ltd Synthesising hydrocarbons
BR112022020290A2 (pt) * 2020-04-06 2022-12-06 Topsoe As Produção seletiva de gasolina sintética leve
EP4256007A1 (en) * 2020-12-01 2023-10-11 Topsoe A/S Selective and flexible production of synthetic gasoline
US11473022B2 (en) 2021-01-07 2022-10-18 Saudi Arabian Oil Company Distillate hydrocracking process with an n-paraffins separation step to produce a high octane number isomerate stream and a steam pyrolysis feedstock
US11807818B2 (en) 2021-01-07 2023-11-07 Saudi Arabian Oil Company Integrated FCC and aromatic recovery complex to boost BTX and light olefin production
US11820949B2 (en) 2021-01-15 2023-11-21 Saudi Arabian Oil Company Apparatus and process for the enhanced production of aromatic compounds

Family Cites Families (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
BE627517A (no) * 1962-01-26
US3702874A (en) * 1970-12-07 1972-11-14 Texaco Inc Hydrocarbon conversion process
US3711399A (en) * 1970-12-24 1973-01-16 Texaco Inc Selective hydrocracking and isomerization of paraffin hydrocarbons
NL144678B (nl) * 1971-10-05 1975-01-15 Hollandse Signaalapparaten Bv Werkwijze voor het vervaardigen van twistloos garen of garen met een relatief lage twist en het door toepassing van deze werkwijze verkregen garen.
US3755144A (en) † 1971-10-13 1973-08-28 Universal Oil Prod Co Hydrocarbon isomerization and separation process
US4044063A (en) * 1975-09-18 1977-08-23 Mobil Oil Corporation Method for altering the product distribution of water washed, Fischer-Tropsch synthesis hydrocarbon product to improve gasoline octane and diesel fuel yield
US4045505A (en) * 1976-01-21 1977-08-30 Mobil Oil Corporation Method for upgrading a Fischer-Tropsch light oil
US4080397A (en) * 1976-07-09 1978-03-21 Mobile Oil Corporation Method for upgrading synthetic oils boiling above gasoline boiling material
US4059648A (en) * 1976-07-09 1977-11-22 Mobil Oil Corporation Method for upgrading synthetic oils boiling above gasoline boiling material
US4126644A (en) * 1976-10-14 1978-11-21 Mobil Oil Corporation Method of upgrading a fischer-tropsch light oil
US4176053A (en) † 1978-03-31 1979-11-27 Union Carbide Corporation n-Paraffin - isoparaffin separation process
US4210771A (en) † 1978-11-02 1980-07-01 Union Carbide Corporation Total isomerization process
NL8003313A (nl) † 1980-06-06 1982-01-04 Shell Int Research Werkwijze voor de bereiding van middeldestillaten.
US4605680A (en) * 1981-10-13 1986-08-12 Chevron Research Company Conversion of synthesis gas to diesel fuel and gasoline
US4423265A (en) * 1982-12-01 1983-12-27 Mobil Oil Corporation Process for snygas conversions to liquid hydrocarbon products
US4471145A (en) * 1982-12-01 1984-09-11 Mobil Oil Corporation Process for syngas conversions to liquid hydrocarbon products utilizing zeolite Beta
US4523047A (en) * 1982-12-01 1985-06-11 Mobil Oil Corporation Process for syngas conversions to liquid hydrocarbon products utilizing ZSM-45 zeolite
US4500417A (en) * 1982-12-28 1985-02-19 Mobil Oil Corporation Conversion of Fischer-Tropsch products
US4522939A (en) † 1983-05-31 1985-06-11 Shell Oil Company Preparation of catalyst for producing middle distillates from syngas
IN161735B (no) * 1983-09-12 1988-01-30 Shell Int Research
US4751345A (en) * 1984-06-29 1988-06-14 Exxon Research And Engineering Company Cobalt catalysts, and use thereof for the conversion of methanol to hydrocarbons, and for Fisher-Tropsch synthesis
US4762959A (en) * 1985-12-27 1988-08-09 Exxon Research And Engineering Company Cobalt catalysts, and use thereof for the conversion of methanol and for Fischer-Tropsch synthesis, to produce hydrocarbons
US4709116A (en) † 1986-06-30 1987-11-24 Union Carbide Corporation Isomerization process and apparatus
GB8619784D0 (en) † 1986-08-14 1986-09-24 Shell Int Research Isomerization of unbranched hydrocarbons
US4943672A (en) * 1987-12-18 1990-07-24 Exxon Research And Engineering Company Process for the hydroisomerization of Fischer-Tropsch wax to produce lubricating oil (OP-3403)
US4832819A (en) * 1987-12-18 1989-05-23 Exxon Research And Engineering Company Process for the hydroisomerization and hydrocracking of Fisher-Tropsch waxes to produce a syncrude and upgraded hydrocarbon products
US4804802A (en) † 1988-01-25 1989-02-14 Shell Oil Company Isomerization process with recycle of mono-methyl-branched paraffins and normal paraffins
US4855529A (en) † 1988-04-25 1989-08-08 Shell Oil Company Isomerization process with preliminary normal paraffin and mono-methyl paraffin feed capture step
US4956521A (en) † 1988-10-06 1990-09-11 Uop Adsorption and isomerization of normal and mono-methyl paraffins
GB9109747D0 (en) † 1991-05-07 1991-06-26 Shell Int Research A process for the production of isoparaffins

Also Published As

Publication number Publication date
CA2068026C (en) 2002-11-19
EP0512635A3 (no) 1994-02-02
NO921777D0 (no) 1992-05-05
SG73384A1 (en) 2000-06-20
DE69216903T2 (de) 1997-06-26
EP0512635B2 (en) 2000-11-29
GB9109747D0 (en) 1991-06-26
MY106913A (en) 1995-08-30
EP0512635B1 (en) 1997-01-22
DE69216903D1 (de) 1997-03-06
CA2068026A1 (en) 1992-11-08
AU1604092A (en) 1992-11-12
DE69216903T3 (de) 2001-03-01
ZA923236B (en) 1992-12-30
AU652627B2 (en) 1994-09-01
DK0512635T3 (da) 1997-02-10
DK0512635T4 (da) 2000-10-02
US5292983A (en) 1994-03-08
EP0512635A2 (en) 1992-11-11
NO921777L (no) 1992-11-09

Similar Documents

Publication Publication Date Title
NO300966B1 (no) Fremgangsmåte for fremstilling av isoparaffiner
AU778273B2 (en) Improved hydrocarbon recovery in a Fischer-Tropsch process
JP4084664B2 (ja) 中間留出物の製造方法
KR100710542B1 (ko) 탄화수소 원료 혼합물로부터 경질 올레핀계 탄화수소의증산방법
AU2014380443B2 (en) Catalyst and method for aromatization of C3-C4 gases, light hydrocarbon fractions and aliphatic alcohols, as well as mixtures thereof
JP2008528684A (ja) ジエンとアセチレンの選択的水素化反応に使用するプロセスと触媒
US6765025B2 (en) Process for direct synthesis of diesel distillates with high quality from synthesis gas through Fischer-Tropsch synthesis
JP2009179801A (ja) 液化石油ガスの製造方法
WO2001074970A2 (en) Improved conversion of syngas to distillate fuels
US4167472A (en) Hydrocarbon treating process
US5059741A (en) C5/C6 isomerization process
AU784633B2 (en) Removing sulfur from hydroprocessed Fischer-Tropsch products
US6566568B1 (en) Molecular averaging of light and heavy hydrocarbons
RU2419649C2 (ru) Способ гидрирования синтетической нефти и способ изготовления базового топлива
WO1994004476A1 (en) Producing blendstock
CA1311250C (en) Hydrocarbon processing
JP4279681B2 (ja) フィッシャー−トロプシュ法における改良された炭化水素の回収
GB2379667A (en) Hydroprocessing of hydrocarbons having a reduced sulfur content
US7081558B2 (en) Process for recovering hydrogen in a gaseous hydrocarbon effluent by chemical reaction
WO2021136741A1 (en) Methods and systems for conversion of a paraffinic feedstock having increased isomerization
RU2010838C1 (ru) Способ получения высокооктанового бензина и ароматических углеводородов