NO751732L

NO751732L -

Info

Publication number: NO751732L
Application number: NO751732A
Authority: NO
Inventors: R A Reber; J J Collins
Original assignee: Union Carbide Corp
Priority date: 1974-05-16
Filing date: 1975-05-15
Publication date: 1975-11-18
Also published as: IT1032898B; DE2521569A1; EG11642A; CA1064056A; FR2271188A1; AT344302B; AU8120275A; ATA368175A; CH608229A5; JPS51136603A; IE41122B1; NL7505744A; SE7505593L; FR2271188B1; BR7502997A; GB1504567A; IE41122L; BE829142A; ES437676A1

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåteThe present invention relates to a method

for å bedre oktan-kvaliteten på visse petroleumsfraksjoner, to improve the octane quality of certain petroleum fractions,

mer spesielt en fremgangsmåte for kontinuerlig separasjon av normale hydrokarboner fra en blanding med grenete hydrokarboner, samt isomerisering av nevnte normale fraksjon til grenete hydrokarboner med høyere oktantall. more particularly, a method for continuous separation of normal hydrocarbons from a mixture with branched hydrocarbons, as well as isomerization of said normal fraction to branched hydrocarbons with a higher octane number.

Det er en kritisk mangel på bensin med høyt oktantall, og det er utviklet mange fremgangsmåter for å øke pro-duksjonen slik at man får en mest mulig effektiv omdannelse av den tilgjengelige råolje. Det har tidligere vært brukt en rekke omdannende detaljerte fremgangsmåter for å omdanne bensinfraksjoner med lavt oktantall, så som tunge naftaer, til bensinprodukter med høyere oktantall. Som fremgangsmåter kan nevnfes isomerisering og andre katalytiske hydrokarbon-omdannel-sesprosesser. Innføringen av absorberende separasjonspro-sesser basert på størrelse og form av forskjellige selektive molekylære siler har gitt industrien gode muligheter for å oppnå et produkt med høyt oktantall ved å fjerne rettkjedete There is a critical shortage of petrol with a high octane number, and many methods have been developed to increase production so as to obtain the most efficient possible conversion of the available crude oil. A number of conversion detailed methods have previously been used to convert low octane gasoline fractions, such as heavy naphthas, into higher octane gasoline products. As methods can be mentioned isomerization and other catalytic hydrocarbon conversion processes. The introduction of absorbent separation processes based on the size and shape of different selective molecular sieves has given the industry good opportunities to obtain a product with a high octane number by removing straight chain

hydrokarboner fra bensinfraksjoner med lavt oktantall. Når katalytiske og selektive absorbsjonsprosesser brukes alene, har de visse ulemper, enten ved at utbyttet blir lavt eller at hydrocarbons from petrol fractions with a low octane number. When catalytic and selective absorption processes are used alone, they have certain disadvantages, either in that the yield is low or that

produktet får for lavt oktantall. Det har vært utviklet en rekke fremgangsmåter, hvor man prøver å-kombinere en katalytisk og en selektivt absorberende prosess, men ingen av de tidligere kjente fremgangsmåter har vist seg så effektive og så enkle som den foreliggende fremgangsmåte. the product gets too low an octane rating. A number of methods have been developed, where attempts are made to combine a catalytic and a selective absorbent process, but none of the previously known methods have proven to be as effective and as simple as the present method.

Den foreliggende isomeriseringsprosess innbefatter tre faste absorbsjonssjikt, som i alt vesentlig har samme absorbs jonskapas it et og volum, og som inneholder partikler bestående av en krystallinsk zeolitisk molekylær sil med en effek tiv porediameter fra 4 til 6 Angstrøm. Utgangsmaterialet er en blanding av normale og ikkenormale<:>hydrokarbonforbindelser, hvor den normale parafinkomponenten er n-pentan og n-hexan, og hvor man absorberer de sistnevnte forbindelser fra utgangsmaterialet The present isomerization process includes three solid absorption layers, which essentially have the same absorption capacity and volume, and which contain particles consisting of a crystalline zeolitic molecular sieve with an effective pore diameter of 4 to 6 Angstroms. The starting material is a mixture of normal and non-normal<:>hydrocarbon compounds, where the normal paraffin component is n-pentane and n-hexane, and where the latter compounds are absorbed from the starting material

i nevnte faste absorberende sjikt ved å føre utgangsmaterialet inn i en ende av hver av de nevnte sjikt og å innvinne de ikke-absorberte ikke-normale hydrokarbonforbindelser fra.den annen in said fixed absorbent beds by introducing the starting material into one end of each of said beds and recovering the non-absorbed non-normal hydrocarbon compounds from the other

ende av sjiktet. N-pentan og n-hexan blir så frigjort fra hver av de nevnte sjikt ved rensing med hydrogen tilført i motstrøm i forhold til det tilførte utgangsmateriale, hvoretter man fører nevnte hydrogen, nevnte pentan og hexan i blanding gjennom en'reaktor som inneholder en zeolytisk molekylær sil-isomerisefingskatalysator under isomeriserende betingelser. Forbedringen i foreliggende fremgangsmåte innbefatter at man desorberer eller renser nevnte tre sjikt på en slik måte at ikke mer enn to sjikt desorberes på ethvert gitt tidspunkt, og at det avsluttende desorbsjonstrinn i ett av de tre sjikt faller sammen med en begynnende desorbsjon i et annet av de tre sjikt. end of the layer. N-pentane and n-hexane are then released from each of the aforementioned layers by purification with hydrogen supplied in countercurrent to the supplied starting material, after which said hydrogen, said pentane and hexane are passed in mixture through a reactor containing a zeolytic molecular sil isomerization catalyst under isomerizing conditions. The improvement in the present method includes desorbing or cleaning said three layers in such a way that no more than two layers are desorbed at any given time, and that the final desorption step in one of the three layers coincides with a beginning desorption in another of the three layers.

Den forannevnte fremgangsmåte gir en meget tilfreds-stillende løsning^ på et problem som oppstår når man separerer The aforementioned method provides a very satisfactory solution to a problem that arises when separating

normale hydrokarboner fra ikke-normale hydrokarboner ved selektiv absorbsjon av normale hydrokarboner i faste selektive sjikt, og deretter frigjør eller desorberer de normale hydrokarboner med en rensende gass for å få fremstilt en strøm som kan føres normal hydrocarbons from non-normal hydrocarbons by selectively absorbing normal hydrocarbons in solid selective beds, and then releasing or desorbing the normal hydrocarbons with a purge gas to produce a stream that can be passed

direkte til en katalytisk isomerisering. Det problem som oppstår er at de absorberte hydrokarboner blir ikke desorbert eller frigjort, og strømmer ut av det absorberende sjikt med jevn hastighet. Det er en rekke faktorer som inngår i prosessen, men den totale effekt er at konsentrasjonen av normale hydrokarboner i det<:>utstrømmende væske eller gass er betydelig høy-ere å de'begynnende trinn av desorbsjonen enn i de avsluttende trinn. Når denne frigjorte væske føres direkte til en katalytisk isomerisering, vil vektromhastigheten pr. time (WHSV) for de normale hydrokarboner i isomeriseringskammeret varierer directly to a catalytic isomerization. The problem that arises is that the absorbed hydrocarbons are not desorbed or released, and flow out of the absorbent layer at a uniform rate. There are a number of factors involved in the process, but the overall effect is that the concentration of normal hydrocarbons in the flowing liquid or gas is significantly higher in the initial stages of desorption than in the final stages. When this released liquid is fed directly to a catalytic isomerization, the weight space velocity per hour (WHSV) for the normal hydrocarbons in the isomerization chamber varies

innenfor et for stort område.. Skjønt nevnte WHSV kan variere i området fra 1 til 10 (hydrokarbonvekt pr. time pr. vekt av katalysatorsammensetningen) for en gitt isomeriseringsenhet, vil den optimale verdi innenfor nevnte område, være betinget av andre valgte driftsbetingelser. I praksis lar det seg ikke within too large a range.. Although said WHSV may vary in the range from 1 to 10 (hydrocarbon weight per hour per weight of catalyst composition) for a given isomerisation unit, the optimum value within said range will be conditioned by other selected operating conditions. In practice, it is not possible

gjøre konstant å justere og korrelere alle driftsbetingelser men en kontinuerlig varierende WHS7-verdi under en normal isomerisering. Når således WHSV-verdiene varierer, vil man uunn-gålig stadig befinne seg utenfor det optiaale driftsområde, og dette resulterer enten i et lavere utbytte eller en dårligere omdannelseshastighet. make constant adjusting and correlating all operating conditions but a continuously varying WHS7 value during a normal isomerization. Thus, when the WHSV values vary, one will inevitably always be outside the optimal operating range, and this results either in a lower yield or a worse conversion rate.

I overensstemmelse med foreliggende oppfinnelse har man en korrelert desorbsjon av to sjikt, slik at en hydrokarbon-rik utstrømmende gass fra ett sjikt kombineres med en hydrokarbon-fattig avsluttende utstrømmende gass fra et annet sjikt, slik' at man i meget høy grad reduserer WHSV-variasjonene i isomeriseringsenheten, hvorved man bedrer både utbyttet og omdan-nelseseffektiviteten. In accordance with the present invention, one has a correlated desorption of two layers, so that a hydrocarbon-rich outflowing gas from one layer is combined with a hydrocarbon-poor final outflowing gas from another layer, so that the WHSV is reduced to a very high degree the variations in the isomerisation unit, thereby improving both the yield and the conversion efficiency.

Foreliggende fremgangsmåte reduserer også til et minimum et problem som gjerne oppstår når det utgangsmåteriale som skal katalytisk isomeriseres, består av en blanding av C. The present method also reduces to a minimum a problem that often arises when the starting material to be catalytically isomerized consists of a mixture of C.

og Cg hydrokarboner. Det oppstår da gjerne et problem med temperaturreguleringen i isomeriseringsenheten, og dette problem innbefatter flere faktorer. Den optimale temperatur for isomerisering av n-hexan er delvis avhengig av den spesielle katalysator^-sammensetning som man anvender, men man får i alle tilfelle en delikat balanse mellom omdannelsesgraden av n-hexan til høyoktan isomeriske former og en grad av "cracking" av samme forbindelse til uønskede produkter. En relativt lav temperatur gir høye utbytter av lavoktan-produkter pr. gjennomgang gjennom isomeriseringsenheten. ¥ed å øke temperaturen noe kan man oppnå efcnoe høyere oktanprodukt, men samtidig et vesentlig lavere utbytte. Med kontinuerlig stigende isomeriserings-temperaturer vil utbyttet av det forønskede produkt, nemlig C^+, avta raskt på grunn av en htpréget hydrocracking, selv når oktantallet på det forønskede produkt.ikke øker i særlig høy grad. and Cg hydrocarbons. A problem often arises with the temperature regulation in the isomerisation unit, and this problem includes several factors. The optimum temperature for the isomerization of n-hexane is partly dependent on the particular catalyst^-composition used, but in all cases a delicate balance is obtained between the degree of conversion of n-hexane to high-octane isomeric forms and a degree of "cracking" of same connection to unwanted products. A relatively low temperature gives high yields of low-octane products per passage through the isomerization unit. By increasing the temperature somewhat, you can achieve an effectively higher octane product, but at the same time a significantly lower yield. With continuously rising isomerization temperatures, the yield of the desired product, namely C^+, will decrease rapidly due to a pronounced hydrocracking, even when the octane number of the desired product does not increase to a very high degree.

De samme problemer oppstår ved isomerisering av n-pentan. Imidlertid er det slik at den optimale isomeriserings-temperatur for n-pentan er ikke den samme, som for n-hexan, og når man derfor skal isomerisere blandinger av n-pentan og n-hexan, vil de relative mengdeforhold av de to forbindelser avgjøre den optimale temperatur man kan bruke under isomeriseringen. The same problems arise when isomerizing n-pentane. However, it is the case that the optimal isomerization temperature for n-pentane is not the same as for n-hexane, and when one is therefore to isomerize mixtures of n-pentane and n-hexane, the relative amounts of the two compounds will determine the optimum temperature that can be used during the isomerization.

Det er av denne og andre grunner derfor meget viktig at man unngår store variasjoner i konsentrasjonen enten av n-pentan eller n-hexan i utgangsmaterialet. Slike variasjoner vil oppstå hvis man direkte til isomeriseringsenheten fører den utstrømmende gass eller væske fra.et enkelt absorbsjonssjikt som selektivt brukes for å absorbere n-pentan og n-hexan fra en blanding med isopentaner og iso-hexaner. Ettersom n-hexan blir sterkere absorbert i molekylære zeolitter enn n-pentan, vil n-hexan ha en tendens til å være mer konsentrert i den del av absorbsjonssjiktet som ligger nær inntaksåpningen, mens n-pentan vil være mere konsentrert i den annen ende av sjiktet. Under rensingen av sjiktet vil man derfor oppnå store variasjoner med hensyn til sammensetning. For derfor å unngå problemer av den type som er nevnt ovenfor og for å få et homogent utgangsmateriale, brukte man store lagringstanker, hvor hele den desorberende gass fra absorbsjonssjiktet ble akkumulert og blandet før den ble ført til isomeriseringsenheten. Denne akkumuleringstid og nevnte kostbare utstyr kan elimineres ved hjelp av foreliggende oppfinnelse. Med en koordinert og korrelert desorbsjon av to av absorbsjonssjiktene kan man således få blandet n-hexan med anriket utstrømmende gass fra det avsluttende desorbsjonstrinn i en absorberingsenhet med n-pentan anriket gass fra den begynnende desorbsjon fra en annen absorberingsenhet. På denne måte kan man fastsette en forvalgt optimal konstant isbmeriseringstemperatur som omdanner utgangsmaterialet til en hfclyoktan-produkt.. For this and other reasons, it is therefore very important that large variations in the concentration of either n-pentane or n-hexane in the starting material are avoided. Such variations will occur if one leads directly to the isomerization unit the outflowing gas or liquid from a single absorption layer which is selectively used to absorb n-pentane and n-hexane from a mixture of isopentanes and iso-hexanes. As n-hexane is more strongly absorbed in molecular zeolites than n-pentane, n-hexane will tend to be more concentrated in the part of the absorption layer that is close to the intake opening, while n-pentane will be more concentrated at the other end of the the layer. During the cleaning of the layer, large variations will therefore be achieved with regard to composition. In order therefore to avoid problems of the type mentioned above and to obtain a homogeneous starting material, large storage tanks were used, where all the desorbing gas from the absorption layer was accumulated and mixed before being led to the isomerization unit. This accumulation time and said expensive equipment can be eliminated by means of the present invention. With a coordinated and correlated desorption of two of the absorption layers, n-hexane can thus be mixed with enriched outflowing gas from the final desorption step in an absorption unit with n-pentane enriched gas from the beginning desorption from another absorption unit. In this way, a preselected optimal constant isomerization temperature can be determined which converts the starting material into an hfclyooctane product.

De utgangsmaterialer som skal opparbeides med hensyn til oktantall i overensstemmelse med foreliggende oppfinnelse, består prinsippielt av forskjellige isomeriske former av mettede hydrokarboner med fra 5 til 6 karbonatpmer. De nevnte og Cg mettede hydrokarbonisomere former utgjør fortrinnsvis minst 40 mol-$ av utgangsmaterialet, hvor n-pentan og nphexan hver utgjør minst 10 mol-% av .dettotale utgangsmateriale.. The starting materials which are to be worked up with respect to octane number in accordance with the present invention, in principle consist of different isomeric forms of saturated hydrocarbons with from 5 to 6 ppm of carbonate. The aforementioned and Cg saturated hydrocarbon isomeric forms preferably make up at least 40 mol-$ of the starting material, where n-pentane and n-hexane each make up at least 10 mol-% of the total starting material.

Som vist i det etterfølgende vil sammensetningen på utgangsmaterialet til en viss grad påvirke gjennomføringen av fremgangsmåten. Det friske utgangsmateriale kan således føres inn i prosessen gjennom isomeriseringsenheten eller den selek tive absorberingsenheten eller begge. Plaseringen av spesi-fikke tilførselspunkter vil være avhengig av en eller flere karaktertrekk ved utgangsmaterialets sammensetning. As shown in what follows, the composition of the starting material will to a certain extent affect the execution of the method. The fresh starting material can thus be fed into the process through the isomerisation unit or the selective absorption unit or both. The placement of specific supply points will depend on one or more characteristics of the starting material's composition.

I den prosessvariasjon hvor utgangsmaterialet til-føres systemet gjennom absorbsjonsenheten, vil utgangsmaterialet i alt vesentlig bestå av forskjellige isomeriske former aV mettede hydrokarboner med fra 5 til 6 karbonatomer. Ut-, gangsmaterialet kan inneholde vesentlige mengder av iso-C^-molekyler, men bør være relativt fritt for n-C^og høyere hydrokarboner. Nærværet av iso-Cy i utgangsmaterialet for den foreliggende fremgangsmåte er tillatelig, ettersom utgangsmaterialet først går gjennom den molekylære sil-separasjonsenheten hvor iso-Cy blir absorbert og ikke ført videre til den katalytiske omdannelsestrinnet, hvor nevnte forbindelser ville bli cracket og bidra til koksdannelse. Olefiniske umettede hydrokarboner bør være fraværende fra utgangsmaterialet i vesentlig grad, ettersom disse forbruker hydrogen under isomeriseringen, og danner residua på absorbsjonspartiklene. og Cg-mettede hydrokarbdnisomeriske forbindelser bør fortrinnsvis utgjøre minst 40 mol-$ av utgangsmaterialet og minst 10 mot-% bør være normal pentan og/eller normal hexan. Utgangsmaterialet vil ofte inneholde naftener, i visse tilfeller også opptil 20%. In the process variation where the starting material is supplied to the system through the absorption unit, the starting material will essentially consist of different isomeric forms of saturated hydrocarbons with from 5 to 6 carbon atoms. The starting material may contain significant amounts of iso-C^ molecules, but should be relatively free of n-C^ and higher hydrocarbons. The presence of iso-Cy in the starting material for the present process is permissible, as the starting material first passes through the molecular sieve separation unit where iso-Cy is absorbed and not carried on to the catalytic conversion step, where said compounds would be cracked and contribute to coke formation. Olefinic unsaturated hydrocarbons should be absent from the starting material to a significant extent, as these consume hydrogen during the isomerization and form residues on the absorption particles. and Cg-saturated hydrocarbon isomeric compounds should preferably constitute at least 40 mol-$ of the starting material and at least 10% by weight should be normal pentane and/or normal hexane. The starting material will often contain naphthenes, in certain cases also up to 20%.

Et typisk.utgangsmateriale har følgende sammensetning:A typical starting material has the following composition:

I den prosessvariasjon hvor utgangsmaterialet til-føres systemet gjennom isomeriseringsenheten, bør utgangsmaterialet i alt vesentlig bestå av forskjellige isomeriske former av mettede hydrokarboner med fra 5 til 6 karbonatomer. Slike utgangsmaterialer vil normalt oppstå ved forskjellige de-stillasjonsprosesser, og de kan således inneholde mindre mengder av Cy og høyere hydrokarboner, men disse bør fortrinns vis være tilstede bare i 1spormengder. Olefiniske hydrokarboner bør fortrinnsvis holdes mindre enn ca. 4 mol-$ av samme grunner som nevnt ovenfor. Aromatiske og cykloparafiniske molekyler har relativt høyt oktantall, men blir i vesentlig grad cracket og/eller omdannet til molekyler med langt lavere oktantall i isomeringsenheten. Følgelig bør utgangsmaterialet ikke inneholde mer enn ca. 15 mol-$ samlet av aromatiske og cykloparafiniske hydrokarboner. Fordelaktig bør C^ og Cg ikke-cykliske In the process variation where the starting material is supplied to the system through the isomerisation unit, the starting material should essentially consist of different isomeric forms of saturated hydrocarbons with from 5 to 6 carbon atoms. Such starting materials will normally occur in various distillation processes, and they may thus contain smaller amounts of Cy and higher hydrocarbons, but these should preferably only be present in trace amounts. Olefinic hydrocarbons should preferably be kept less than approx. 4 mol-$ for the same reasons as mentioned above. Aromatic and cycloparaffinic molecules have a relatively high octane number, but are largely cracked and/or converted into molecules with a much lower octane number in the isomerization unit. Consequently, the starting material should not contain more than approx. 15 mol-$ total of aromatic and cycloparaffinic hydrocarbons. Advantageously, C^ and Cg should be non-cyclic

parafiner utgjøre minst 85 mol-$> av utgangsmaterialet, og minst 10 mol-% bør være normal pentan og/eller normal hexan. Et typisk utgangsmateriale har følgende sammensetning: paraffins make up at least 85 mol-$> of the starting material, and at least 10 mol-% should be normal pentane and/or normal hexane. A typical starting material has the following composition:

I den foregående beskrivelse av utgangsmaterialer som egnet kan behandles ved hjelp av foreliggende fremgangsmåte, vil uttrykket "forskjellige isomeriske former av pentan og hexan" innbefatte alle grenete former av forbindelsene så vel som de rettkjedete former. Også prefikset "iso" og "i" betegner også grenete former av de angitte forbindelser. In the preceding description of starting materials which can be suitably treated by the present process, the term "various isomeric forms of pentane and hexane" will include all branched forms of the compounds as well as the straight chain forms. Also the prefixes "iso" and "i" also denote branched forms of the indicated compounds.

Den hydrogen strøm som brukes som rensegassen ved desorberingen av absorbsjonssjiktet og som hydrogenerings-materiale i isomeriseringsreaktoren, trenger ikke å være ren og vil vanligvis være sammensatt av en eller flere hydrogen-strømmer fra et vanlig oljeraffineri, f.eks. såkalt reformer-hydrogen og lignende. Eventuelle urenheter bør relativt uabsorberbare og inerte i zeolit absorbsjonsdelen, zeolit-katalysatoren og hydrokarbonet i systemet. Det er underforstått at lette hydrokarboner med fra 1 til 4 karbonatomer vil opptre i hydrogenstrømmen under prosessen, ettersom disse lavtkokte materialer blir fremstilt i den katalytiske enheten. Den resirkulerendé hydrogenstrømmen bør fortrinnsvis inneholde minst 60 mol-% hydrogen. The hydrogen stream that is used as the purge gas during the desorption of the absorption layer and as hydrogenation material in the isomerization reactor does not need to be pure and will usually be composed of one or more hydrogen streams from a normal oil refinery, e.g. so-called reformer hydrogen and the like. Any impurities should be relatively unabsorbable and inert in the zeolite absorption part, the zeolite catalyst and the hydrocarbon in the system. It is understood that light hydrocarbons of from 1 to 4 carbon atoms will appear in the hydrogen stream during the process, as these low boiling materials are produced in the catalytic unit. The recycled hydrogen stream should preferably contain at least 60 mol% hydrogen.

Den zeolitiske melekylære sil som anvendes i absorbsjonssjiktet må være istand til selektivt å absorbere de normale parafiner som finnes i utgangsmaterialet, idet man bruker molekylær-størrelse og konfigurasjon som kritiske parametre. En slik molekylær sil bør derfor ha en tilsynelatende porediameter på minst 6 angstrøm og større enn 4 angstrøm. En spesielt godt egnet zeolit av denne type er en zeolit A, beskrevet i US-patent 2.883.243»som finnes i flere divalente utbytningsformer, da spesielt kalsiumkåtion-formen, og som har en tilsynelatende porediameter på ca. 5 angstrøm og stor kapasitet for absorbsjon av normale parafiner. Andre egnede molekylære siler innbefatter zeolit R, US-patent 3*030.l8l, zeolit T, US-patént 2.95°»952 og naturlig forekommende zeolitiske The zeolitic molecular sieve used in the absorption layer must be able to selectively absorb the normal paraffins found in the starting material, using molecular size and configuration as critical parameters. Such a molecular sieve should therefore have an apparent pore diameter of at least 6 angstroms and greater than 4 angstroms. A particularly well-suited zeolite of this type is a zeolite A, described in US patent 2,883,243, which exists in several divalent exchange forms, especially the calcium cation form, and which has an apparent pore diameter of approx. 5 angstroms and a large capacity for absorbing normal paraffins. Other suitable molecular sieves include zeolite R, US Patent 3*030.181, zeolite T, US Patent 2.95°»952 and naturally occurring zeolitic

molekylære siler så som chabazit og erionit. Med begrepetmolecular sieves such as chabazite and erionite. With the concept

s pp

"tilsynelatende, porediameter" forstås her den maksimale kritiske dimensjon på de molekyltyper som absorberes av absorb-sjonsmidlet under normale betingelser. Den kritiske dimensjon er definert som diameteren i den minste sylinder som vil kunne inneholde en modell av molekylet, konstruert ut fra tilgjengelige verdier med hensyn til bindingsavstander, bindingsvink-ler og van der Waals' radii. Den tilsynelatende porediameter vil alltid være større enn den strukturelle porediameter, som kan defineres som den frie diameter av en passende silicat-ring i absorbsjonsmidlets struktur. "apparent pore diameter" here means the maximum critical dimension of the molecular types that are absorbed by the absorbent under normal conditions. The critical dimension is defined as the diameter of the smallest cylinder that will be able to contain a model of the molecule, constructed from available values with regard to bond distances, bond angles and van der Waals' radii. The apparent pore diameter will always be greater than the structural pore diameter, which can be defined as the free diameter of a suitable silicate ring in the structure of the absorbent.

Den zeolitiske katalysator som brukes i isomeriseringsreaktoren kan.være enhver kjent molekylær sil basert på . forskjellige katalysatorsammensetninger og som bør være vel-kjent i industrien, og som har selektiv og vesentlig isomeri-seringsaktivitet under de angitte driftsbetingelser. En slik klasse katalysatorer er krystallinske, zeolitiske molekylære siler med en tilsynelatende porediameter som er tilstrekkelig til å absorbere neopentan, et SiOg/AlgO^molforhold på mer enn 3»°S me<i mindre enn 60, fortrinnsvis mindre enn 15»ekvivalent-^ alkalimetall-kationer og som har de A10^_ tetra-hedra som ikke er forbundet med alkalimetall-kationer eller assosiert méd andre metallkationer eller assosiert med divalente eller andre polyvalente metallkationer, og hvor nevnte zeolitiske komponent er kombinert med en hydrogeneringskata-lysatbr, fortrinnsvis et edelmetall fra gruppe 7III i det periodiske system. Katalysatoren kan brukes alene eller kom- The zeolitic catalyst used in the isomerization reactor can be any known molecular sieve based on . different catalyst compositions and which should be well-known in the industry, and which have selective and substantial isomerization activity under the specified operating conditions. One such class of catalysts are crystalline zeolitic molecular sieves with an apparent pore diameter sufficient to absorb neopentane, a SiOg/AlgO^ molar ratio of greater than 3"°S me<i less than 60, preferably less than 15" equivalent-^ alkali metal cations and which have the A10^_ tetrahedra which are not associated with alkali metal cations or associated with other metal cations or associated with divalent or other polyvalent metal cations, and where said zeolitic component is combined with a hydrogenation catalyst, preferably a precious metal from group 7III in the periodic table. The catalyst can be used alone or with

bineres med porøse, uorganiske oksydfortynningsmidler som binde-materiale. Hydrogeneringsmidlet kan bæres enten på den zeolitiske komponenten og/eller på bindemidlet. Det er kjent en rekke forskjellige uorganiske oksydfortynningsmaterialer, og noen av dem har en egen hydrogeneringsaktivitet. Det er følgelig underforstått at begrepet "et ufrganisk fortynnings-middel med hydrogeneringsmiddel" inkluderer både fortynningsmidlet som ikke i seg selv må ha noen hydrogeneringsaktivitet, og som bærer et separat hydrogeneringsmiddel, samt de fortynningsmidler som i seg selv er hydrogeneringskatalysatorer. Oksyder som er egnet som fortynningsmidler og som i seg selv har hydrogeneringsaktivitet, er oksyder av metallene i gruppe VI i det periodiske system. Representative metaller er krom, molybden og Wolfram. Det er imidlertid foretrukket at fortyn-ningsmaterialet ikke har noen særlig katalytisk aktivitet i seg selv, da spesielt crackings-aktivitet. I alle tilfelle bør fortynningsmidlet ikke ha større kvantitativ e.rackings-aktivitet enn den zeolitiske komponenten i isomeriseringskata-lysatorsammensetningen. Egnete oksyder av sistnevnte type er aluminiumdksyder, silieiumoksyder og oksyder av metaller i gruppe III i det periodiske system, samt gel av siliciumdioksyd og oksyder av metaller fra gruppen III, IV-A og IV-B, da spesielt aluminiumoksyd, zirkonoksyd, titanoksyd, thoriumoksyd og,kombinasjoner av disse. Aluminiumsilikatleirer så som kaolin, attapulgit, sepiolit, polygarskit, bentonit, mont-morill<p>nit og lignende når de holdes i en myk plastlignende tilstand ved hjelp av tilsatt vann, kan også brukes som egnede fortynningsmaterialer,.spesielt når nevnte leirer ikke er blitt syrevasket for å fjerne vesentlige mengder av aluminium-• okdyd. Meget gode katalysatorer for isomeriseringsreaksjoner er beskrevet detaljert i US-patent 3.236.761°g US-patent 3.236.762. En spesielt foretrukket katalysator er en som er fremstilt fra en zeolit Y (US-patent 3.I3O.OO7) som har et SiOg/AlgO^molforhold på ca. 5 ved å. redusere natriumkation-innholdet til,mindre enn ca. 15 ekvivalent-% ved ammohium-kationutbytning, hvoretter, man innfører fra 35 til $ 0 ekvivalent-^ av sjeldne jordmetallkationer ved ion-utbytning, og deretter kalsinerer zeolitten for å få en vesentlig ammonium-utdrivning.. Som en hydrogeneringskomponent kan man på zeolitten plasere platina eller palladium i mengder på fra 0,1 til 1,0 vekt-$.v is bonded with porous, inorganic oxide diluents as binding material. The hydrogenating agent can be carried either on the zeolitic component and/or on the binder. A number of different inorganic oxide dilution materials are known, and some of them have their own hydrogenation activity. It is therefore understood that the term "an inorganic diluent with a hydrogenating agent" includes both the diluent which does not itself have to have any hydrogenating activity, and which carries a separate hydrogenating agent, as well as the diluents which are themselves hydrogenation catalysts. Oxides which are suitable as diluents and which in themselves have hydrogenating activity are oxides of the metals in group VI of the periodic table. Representative metals are chromium, molybdenum and tungsten. However, it is preferred that the diluting material does not have any particular catalytic activity in itself, especially cracking activity. In any case, the diluent should not have greater quantitative e.rackings activity than the zeolitic component of the isomerization catalyst composition. Suitable oxides of the latter type are aluminum oxides, silicon oxides and oxides of metals in group III of the periodic table, as well as gel of silicon dioxide and oxides of metals from groups III, IV-A and IV-B, especially aluminum oxide, zirconium oxide, titanium oxide, thorium oxide and, combinations of these. Aluminosilicate clays such as kaolin, attapulgite, sepiolite, polygarskite, bentonite, mont-morill<p>nite and the like when kept in a soft plastic-like state by means of added water, can also be used as suitable dilution materials, especially when said clays are not been acid-washed to remove significant amounts of aluminum oxide. Very good catalysts for isomerization reactions are described in detail in US Patent 3,236,761 and US Patent 3,236,762. A particularly preferred catalyst is one prepared from a zeolite Y (US Patent 3.130.007) having a SiOg/AlgO^ molar ratio of about 5 by reducing the sodium cation content to less than approx. 15 equivalent-% by ammonium cation exchange, after which, one introduces from 35 to $ 0 equivalent-^ of rare earth metal cations by ion exchange, and then calcines the zeolite to obtain a substantial ammonium expulsion. As a hydrogenation component, one can on the zeolite place platinum or palladium in amounts of from 0.1 to 1.0 wt.-$.v

Noe avhengig av katalysatorsammensetningen vil driftstemperaturen i isomeriseringsreaktoren vanligvis ligge Somewhat dependent on the catalyst composition, the operating temperature in the isomerization reactor will usually be

i området fra 240 til 390°C og trykket i området fra 12,4 til 43>0 kg/cm^. Skjønt det er foretrukket å utføre den totale absorbsjon og isomerisering under ialt vesentlig isobariske og isoterme betingelser, vil de effektive driftsbetingelser i absorberingsenheten variere innenfor et noe viere område enn in the range from 240 to 390°C and the pressure in the range from 12.4 to 43>0 kg/cm^. Although it is preferred to carry out the total absorption and isomerization under generally substantially isobaric and isothermal conditions, the effective operating conditions in the absorption unit will vary within a somewhat wider range than

i isomeriseringsenheten. Trykk oger atmosfærisk trykk sammen med temperaturer i området fra 240-390°^»vil holde utgangsmaterialet i damptilstand tilstrekkelig at man får en effektiv drift i absorberingsenheten. in the isomerization unit. Pressure and atmospheric pressure together with temperatures in the range from 240-390°^» will keep the starting material in a vapor state sufficiently to obtain efficient operation in the absorption unit.

I foreliggende fremgangsmåte bør molforholdet mellom hydrogen og hydrokarboner med fra 5 til 6 karhonatomer og som føres inn i isomeriseringsenheten, være minst 2, fortrinnsvis minst 3>°g opptil ca. 30. Hvis hydrogeninnholdet i gassen fra absorberingsenheten som føres til isomeriseringsenheten er tilstrekkelig, kan supplerende mengder hydrogen tilsettes utgangsmaterialet for isomeriseringsenheten frå enhver egnet kilde, men bør fortrinnsvis være en avledet del av den resirkulerte hydrogenstrøm i prosess-systemet. In the present process, the molar ratio between hydrogen and hydrocarbons with from 5 to 6 carbon atoms and which are fed into the isomerization unit should be at least 2, preferably at least 3% g up to approx. 30. If the hydrogen content in the gas from the absorption unit that is fed to the isomerization unit is sufficient, supplementary amounts of hydrogen can be added to the starting material for the isomerization unit from any suitable source, but should preferably be a derived part of the recycled hydrogen stream in the process system.

"Sjikthulrom" vil i denne oppfinnelse bety ethvert rom i sjiktet som ikke er opptatt av fast materiale, da bort-sett fra intrakrystallinske hulrom inne i zeolit-krystallene. De porer som måtte opptre i et eventuelt tilstedeværende binde-materiale som brukes for å danne agglomerater av zeolit-krystaller, inngår således i sjikthulrommet. "Layer voids" in this invention will mean any space in the layer that is not occupied by solid material, with the exception of intracrystalline cavities inside the zeolite crystals. The pores that may appear in any binding material used to form agglomerates of zeolite crystals are thus included in the layer cavity.

Med hensyn til det desorbsjonstrinn som hver av de tre absorberende sjiktene undergår som et resultat av mot-strømsrensningen med hydrogen, er begrepet "første trinn" ikke definert slik at man tenker seg en spesiell del av den totale desorbsjonsperiode, men mer den første del av desorbsjonstiden som inkluderer,den maksimale konsentrasjon av n-pentan i den utstrømmende gass. Ikke i noe tilfelle vil "første trinn" overstige første $ 0% av sjikt-desorbsjonstiden, og kan gå ned til bare de første 5$ eller mindre av desorbsjonsperioden, avhengig av slike faktorer som konsentrasjonen av normale hydrokarboner i utgangsmaterialet, og de relative konsentra-sjoner av n-pentan og n-hexan i forhold til hveraddre. På lignende måte er "avsluttende trinn" den avsluttende del av desorbsjonsperioden som innbefatter den maksimale konsentrasjon av n-hexan i den utstrømmende væske og vare like lengde som forannevnte "første trinn". With regard to the desorption stage that each of the three absorbent layers undergoes as a result of the counter-flow cleaning with hydrogen, the term "first stage" is not defined so that one thinks of a particular part of the total desorption period, but rather the first part of the desorption time which includes the maximum concentration of n-pentane in the flowing gas. In no case will the "first stage" exceed the first $0% of the bed desorption time, and may decrease to only the first $5 or less of the desorption period, depending on such factors as the concentration of normal hydrocarbons in the feedstock, and the relative concentrations -tions of n-pentane and n-hexane in relation to each addre. Similarly, the "final stage" is the final part of the desorption period which includes the maximum concentration of n-hexane in the effluent liquid and lasts the same length as the aforementioned "first stage".

På de vedlagte tegninger er:On the attached drawings are:

Fig. 1 et skjematisk strømningsdiagram som illustrerer fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse, hvor utgangsmaterialet først føres til absorbsjons-separasjonsenheten, og hvor den utstrømmende gass fra isomeriseringsenheten resirkuleres til separasjonsenheten, Fig. 1 a schematic flow diagram illustrating the method according to the present invention, where the starting material is first fed to the absorption-separation unit, and where the outflowing gas from the isomerization unit is recycled to the separation unit,

fig. 2 er et skjematisk strømningsdiagram som viser en gjennomføring av foreliggende fremgansmåte, hvor utgangsmaterialet først føres til isomeriseringsenheter, hvorfra gassen resirkuleres til absorbsjons-separasjonsenheten. fig. 2 is a schematic flow diagram showing an implementation of the present method, where the starting material is first fed to isomerization units, from which the gas is recycled to the absorption-separation unit.

De følgende eksempler illustrerer oppfinnelsen: The following examples illustrate the invention:

Eksempel 1Example 1

Et utgangsmateriale med følgende sammensetning ble isomerisert i overensstemmelse med en foretrukket utførelse-av foreliggende fremgangsmåte: A starting material with the following composition was isomerized in accordance with a preferred embodiment of the present process:

Ved beskrivelse av den cykliske prosess er det underforstått ,*~^at systemet er blitt drevet i tilstrekkelig tid til at man har oppnådd en stabil tilstand, og hvor man i alt vesentlig har brukt samme utgangsmateriale som gitt ovenfor. Som vist på fig. 1 vil utgangsmaterialet føres inn i systemet gjennom ledning 10 og blandes med kondensatfraksjonen fra isomerise-ringsgassen som tilføres fra ledning 11 til blandetank 12, hvor temperaturen er ca. 33°c°S trykket er 11,8 kg/cm<2>. Den blandede tilførsel fra blandetank 12 føres gjennom ledning When describing the cyclical process, it is understood that the system has been operated for a sufficient time to achieve a stable state, and where essentially the same starting material as given above has been used. As shown in fig. 1, the starting material will be fed into the system through line 10 and mixed with the condensate fraction from the isomerization gas which is supplied from line 11 to mixing tank 12, where the temperature is approx. At 33°c°S the pressure is 11.8 kg/cm<2>. The mixed supply from mixing tank 12 is fed through a line

13 og pumpe I4 til,varmeveksler. 15» ovn 16 og gjennom ledning 17 og ventil l8 til absorbsjonstårn 19. På det tidspunkt da utgangsmaterialet føres inn i absorbsjonstårn 19»er det temperatur ca. 370°C og trykket er 17>0 kg/cm2 og det har føl-gende sammensetning: 13 and pump I4 to, heat exchanger. 15" furnace 16 and through line 17 and valve l8 to absorption tower 19. At the time when the starting material is fed into absorption tower 19" the temperature is approx. 370°C and the pressure is 17>0 kg/cm2 and it has the following composition:

Absorbsjonstårn 19i samt tårnene 20 og 21 henholdsbis, inneholder et fast sjikt av pellets av zeolitisk molekylær siltype 5A med en diameter på 1,5 mm og effektive poreåpninger på ca. Absorption tower 19i as well as towers 20 and 21 respectively contain a solid layer of pellets of zeolitic molecular sieve type 5A with a diameter of 1.5 mm and effective pore openings of approx.

5.angstrøm. Ved å åpne ventil 18 vil man føre den komprimerte oppvarmede hydrokarbondampen inn i tårnet-, hvorved absorbsjonen starter, og absorbsjonstårnet vil på dette tidspunkt inneholde i alt vesentlig hydrogengass ved 370°C og 17,0 kg/cm<2>. Idet hydrokarbondampene trenger inn i absorbsjonstårnet, vil hydro-gengassen gå ut i den annen ende av absorbsjonstårnet gjennom ventil 22 og inn i ledning 23 og ventil 24 til absorbsjonstårn 20, som derved samtidig underkastes et desorbsjonstrinn. 5. angstrom. By opening valve 18, the compressed heated hydrocarbon vapor will be introduced into the tower, whereupon the absorption starts, and the absorption tower will at this point contain essentially hydrogen gas at 370°C and 17.0 kg/cm<2>. As the hydrocarbon vapors penetrate the absorption tower, the hydrogen gas will exit at the other end of the absorption tower through valve 22 and into line 23 and valve 24 to absorption tower 20, which is thereby simultaneously subjected to a desorption step.

Ventil 35 er åpen og absorbsjonstårn 21 blir samtidig renset.Valve 35 is open and absorption tower 21 is cleaned at the same time.

På dette punkt er det"underforstått at skjønt absorbsjonstårnet 19 er under absorbsjon og oppfylling, vil absorbsjonstårnet 21 samtidig undergå en samrensing, mens absorbsjonstrån 20 undergår en desorbsjon ved hjelp av motstrømsrensing, og at hvert av absorbsjonstårnene i rekkefølge underkastes trinn av absorbsjon-fylling, samrensing og desorbsjon med motstrømsrensing. Mens absorberingen foregår i absorbsjonstårnet 19, hvor et sjiktvolum hydrogen er blitt presset ut av tårnet, vii den utstrøm-mende gassen som går gjennom ventil 22 føres gjennom ledning 23 og ventil 24 inn i absorbsjonstårnet 20. Når produktet, det vil si ikke-normale parafiner som presser hydrogenet ut fra absorbsjonstårnet 19 når utstrømningsenden av nevnte tårn 19»lukker man ventil 22 og produktet av ikke-normale parafiner føres gjennom ventil 25 og inn i oppsamlingsledning 26 og fjernes fra systemet etter at en hovedmengde av det medførte hydrogen er blitt fjernet i kjøleenhet 27. Absorbsjonstrinnet i absorbsjonstårn 19 med innvinning av ikke-normale hydrokarboner avsluttes før det tidspunkt hvor innholdet av normale-parafiner i utgangsmaterialet overstiger den ubrukte absorberende kapasitet i sjiktet for slike normale hydrokarboner. I alle tilfelle vil absorberengen avsluttes før man får et gjennombrudd av normale hydrokarboner i masseoverføringssonen. At this point, it is understood that although the absorption tower 19 is undergoing absorption and filling, the absorption tower 21 will simultaneously undergo a co-cleaning, while the absorption line 20 undergoes a desorption by means of counter-current cleaning, and that each of the absorption towers is successively subjected to steps of absorption-filling, co-purification and desorption with countercurrent purification. While the absorption takes place in the absorption tower 19, where a bed volume of hydrogen has been forced out of the tower, vii the outflowing gas passing through valve 22 is led through line 23 and valve 24 into the absorption tower 20. When the product, that is, non-normal paraffins that push the hydrogen out from the absorption tower 19, when the outflow end of said tower 19 is closed, valve 22 is closed and the product of non-normal paraffins is passed through valve 25 and into collection line 26 and is removed from the system after a main amount of the entrained hydrogen has been removed in cooling unit 27. The absorption stage is in absorption n 19 with recovery of non-normal hydrocarbons is terminated before the time when the content of normal paraffins in the starting material exceeds the unused absorbent capacity in the layer for such normal hydrocarbons. In all cases, the absorber will be terminated before a breakthrough of normal hydrocarbons is achieved in the mass transfer zone.

Hvis man antar en tidsperiode på tolv like enheter for fullstendig cyklus med absorbsjon, samstrømsrensing og desorbsjon for hver av de absorberende sjiktene eller tårnene 19»20<p>g 21, vil følgende diagram vise tidsforholdet mellom de tre trinn som hver foregår i de tre absorbsjonstårnene: Assuming a time period of twelve equal units for the complete cycle of absorption, co-flow purification and desorption for each of the absorbent beds or towers 19»20<p>g 21, the following diagram will show the time relationship between the three steps that each take place in the three the absorption towers:

TidsenheterTime units

Man får følgelig at over det tidsrom som strekker seg fra begynnelsen av absorberingen i tårn 19 opp til lukking av.ventil 22, vil hydrogenet fra dette tårn brukes under desorberingen av absorbsjonstårn 20. For å få en fullstendig desorbsjon av absorbsjonstårn 20, samtidig som man avslutter absorberingen i absorbsjonstårn 19, vil rensende hydrogengass som består av resirkulert hydrogen fra kjøleenhet 44 og eventuelt supplerende hydrogen som tilføres systemet gjennom ledning 28, tilføres gjennom ledning 29»kompressor 47»varmeveksler 30»ovn Jl>ledning 32 til fordeler 23 og deretter gjennom ventilen 24• Samtidig med at man begynner absorberingen i absorbsjonstårn 19» Consequently, over the period of time that extends from the beginning of the absorption in tower 19 up to the closing of valve 22, the hydrogen from this tower will be used during the desorption of absorption tower 20. In order to obtain a complete desorption of absorption tower 20, at the same time as ends absorption in absorption tower 19, purifying hydrogen gas consisting of recycled hydrogen from cooling unit 44 and any supplementary hydrogen supplied to the system through line 28 will be supplied through line 29, compressor 47, heat exchanger 30, furnace Jl> line 32 to distributor 23 and then through the valve 24• Simultaneously with starting the absorption in the absorption tower 19»

vil desorberingen av absorbsjonstårn 20 være underveis, og man får en utstrømmende feass bestående av en blanding av en hydrogengass og desorberte normal hydrokarboner. På samme tidspunkt har absorbsjonstårn 21 avsluttet en absorbsjpnsperiode, og har en ubrukt absorberende kapasitet tilstrekkelig til å absorbere alle de normale hydrokarboner som er tilstede i utgangsmaterialet og befinner seg i sjiktets hulrom. På dette punkt vil den utstrømmende gass fra absorbsjonstårn 20 gjennom ventilen 48 lede til fordelingsledning 33°g gjennom ventil 34 hvor den gis samstrømsrensing for absorbsjonstårn 21. Denne samstrømsrensing av absorbsjonstårn 21 fortsettes så lengeJassen av ikke-normale hydrokarboner som føres ut av tårnet gjennom ventil 35, har the desorption of absorption tower 20 will be underway, and an outflowing phase consisting of a mixture of a hydrogen gas and desorbed normal hydrocarbons will be obtained. At the same time, absorption tower 21 has finished an absorption period, and has an unused absorbent capacity sufficient to absorb all the normal hydrocarbons that are present in the starting material and are located in the voids of the bed. At this point, the outflowing gas from absorption tower 20 through valve 48 will lead to distribution line 33°g through valve 34 where it is given co-flow cleaning for absorption tower 21. This co-flow cleaning of absorption tower 21 is continued as long as the non-normal hydrocarbons that are carried out of the tower through valve 35, have

den forønskede renhet. Denne del av produktet av ikke-normale hydrokarboner føres gjennom fordelingsledning 26 og oppsamles gjennom kjøler 27. Etter at man har fulgt samstrømsrensings-trinnet i absorbsjonstårn 21, lukkefe ventil 35 og en rensende desorberende hydrogenstrøm føres gjennom ventil 36 fra f ordelingsledning 23 og desorberte normale hydrokarboner og rensende hydrogengass føres gjennom ventil 34, fordelingsledning 33, varmeveksler 15, ledning 37 til den katalytiske isomeriseringsenheten 39* på grunn av at samstrømsrensingen av absorbsjonstårn 21 ble utført ved å bruke som rensegass en blanding av hydrogen og normale hydrokarboner fra fordelingsledning 33, vil sjikthulrpmmet i dette tårn i begynnelsen av desorbsjonen inneholde en større konsentrasjon av normale hydrokarboner enn det som ville være tilfelle hvis man brukte i alt vesentlig rent hydrogen under samstrømsrensetrinnet. Hvis man videre hadde brukt i alt vesentlig ren hydrogen som den rensende gass under samstrømsrensingen, så ville dette ha resultert i en viss desorbsjon av normale hydrokarboner ved inntaksenden i absorbsjonstårnet. Ved begynnelsen av motstrømsdesorbsjonen i the desired purity. This part of the product of non-normal hydrocarbons is passed through distribution line 26 and collected through cooler 27. After following the co-flow purification step in absorption tower 21, closing valve 35 and a purifying desorbing hydrogen stream is passed through valve 36 from distribution line 23 and desorbed normal hydrocarbons and purge hydrogen gas are passed through valve 34, distribution line 33, heat exchanger 15, line 37 to the catalytic isomerization unit 39* due to the fact that the co-current cleaning of absorption tower 21 was carried out by using as purge gas a mixture of hydrogen and normal hydrocarbons from distribution line 33, will the bed voids in this tower at the beginning of desorption contain a greater concentration of normal hydrocarbons than would be the case if essentially pure hydrogen was used during the co-flow purification step. If one had furthermore used essentially pure hydrogen as the cleaning gas during the co-flow cleaning, this would have resulted in some desorption of normal hydrocarbons at the intake end of the absorption tower. At the beginning of the countercurrent desorption i

absorbsjonstårn 21 ville man- følgelig fått en første utstrøm-mende gass som fører direkte til isomeriseringsenhet 39 som ville vært relativt fattig med hensyn til hydrokarboner. Ettersom variasjoner i hydrokarbonkonsentrasjonen til isomeriseringsenhet 39 er uønskede, er det fordelaktig å unngå denne driftstype. Den foreliggende fremgangsmåte nedsetter til et minimum disse uønskede variasjoner ved et spesielt samstrømsrense-trinn, slik det er beskrevet ovenfor, hvor hydrokarbonabsorbatet ikke desorberes fra inntaksenden av absorbsjonstårnet under samstrømsrensingen. Således vil den første gass fra absorbsjonstårn 21 under desorbsjonstrinnet ikke være særlig fattig på hydrokarboner. Katalysatoren i isomeriseringsenheten 39 er en zeolit Y-palladium-sammensetning, hvor aeoliten har et molart Sig2/Al20^-forhold på 5»en natrium kationpopulasjon på ca. 10 ekvivalent-%, en sjelden jordkation-populasjon på ca. 43 ekvivalent-^ og der de gjenværende kation-posisjoner befinner seg i den'tilstand som oppstå ved at man kalsinerte zeo-litene ved 288°C i 2 timer, når nevnte posisjoner da var opptatt av ammonium-kationer. Sammensetningen inneholder videre 0,5 vekt- fo finfordelt palladium. absorption tower 21 would therefore have received a first outgoing gas which leads directly to isomerisation unit 39 which would have been relatively poor in terms of hydrocarbons. As variations in the hydrocarbon concentration of isomerization unit 39 are undesirable, it is advantageous to avoid this mode of operation. The present method reduces these unwanted variations to a minimum by a special co-flow cleaning step, as described above, where the hydrocarbon absorbate is not desorbed from the intake end of the absorption tower during the co-flow cleaning. Thus, the first gas from absorption tower 21 during the desorption step will not be particularly poor in hydrocarbons. The catalyst in the isomerization unit 39 is a zeolite Y-palladium composition, where the aeolite has a molar Sig 2 /Al 2 O 4 ratio of 5, and a sodium cation population of approx. 10 equivalent-%, a rare earth cation population of approx. 43 equivalent-^ and where the remaining cation positions are in the state which occurs when the zeolites were calcined at 288°C for 2 hours, when said positions were then occupied by ammonium cations. The composition also contains 0.5% by weight of finely divided palladium.

Med hensyn til tidsforholdsskjemaet ovenfor skal det bemerkes at den avsluttende del av desorbsjonstrinnet i absorbs jonstårnet 20 faller sammen med den første del av desorbsjonen i absorbsjonstårnet 21, og at det er en tilsvarende overlapping av desorbsjonstrinnet med hensyn til absorbsjonstårn 21 og tårn 19, samt tårn 19 og tårn 20. Fordi den ut-strømmende gassen fra absorbsjonstårn 20 under den avsluttende desorbsjonen erl relativt fattig med hensyn til desorberte hydrokarboner og den utstrømmende gassen fra absorbsjonstårn 21 under den begynnende desorbsjon er relativt rik med hensyn til hydrokarboner, så vil desorbatstrømmen i fordelingsrør 33 fra tårnene 20 og 21 være langt mer ensartede over tiden med hensyn til hydrokarbonkonsentrasjon enn hva som ellers ville være tilfelle. With regard to the above time relationship diagram, it should be noted that the final part of the desorption step in the absorption tower 20 coincides with the first part of the desorption in the absorption tower 21, and that there is a corresponding overlap of the desorption step with respect to absorption tower 21 and tower 19, as well as tower 19 and tower 20. Because the outflowing gas from absorption tower 20 during the final desorption is relatively poor with regard to desorbed hydrocarbons and the outflowing gas from absorption tower 21 during the beginning desorption is relatively rich with respect to hydrocarbons, the desorbate stream in distribution pipes will 33 from towers 20 and 21 be far more uniform over time with regard to hydrocarbon concentration than would otherwise be the case.

Temperaturen i reaktoren 39 holdes på ca. 260°C med et indre trykk på ca. 15,8 kg/cm . Vanligvis vil man i systemet slik det er beskrevet ovenfor opprettholde et hydrogen til hydrokarbonmol-forhold i reaktoren på over 2, men i det tilfelle at det blir visse forandringer slik at forholdet blir mindre enn 2, kan ytterligere hydrogen tilsettes fra den resirkulerte hydrogen i ledning 29 gjennom ventil 41»ledning 42 og ventil 38 • Gassen fra reaktor 39 gjennom ledning 40 og varmeveksler 30 har følgende sammensetning: The temperature in the reactor 39 is kept at approx. 260°C with an internal pressure of approx. 15.8 kg/cm . Usually, in the system as described above, a hydrogen to hydrocarbon mole ratio in the reactor of more than 2 will be maintained, but in the event that there are certain changes so that the ratio becomes less than 2, additional hydrogen can be added from the recycled hydrogen in line 29 through valve 41»line 42 and valve 38 • The gas from reactor 39 through line 40 and heat exchanger 30 has the following composition:

og strømmen vil etter passasje gjennom ventil 43»resirkule-ringsseparator 44»hvor man fjerner hovedmengden av hydrogen og lette hydrokarboner, det vil si i alt vesentlig de med fra 1 til 4 karbonatomer, blir resirkulert til absorbsjonsenhet gjennom ventil 45 og ledning 11. and the flow will, after passing through valve 43 "recycling separator 44", where the main amount of hydrogen and light hydrocarbons are removed, i.e. essentially those with from 1 to 4 carbon atoms, will be recycled to the absorption unit through valve 45 and line 11.

Under drift med ovennevnte beskrevne fremgangsmåte er det ikke vesentlig eller nødvendig ag hydrogenet fjernes fra den utstrømmende gass fra isomeriseringsenheten i kjøleenhet 44 fØr den føres til absorbsjonsenheten som består av sjiktene During operation with the method described above, it is not essential or necessary that the hydrogen be removed from the exiting gas from the isomerization unit in the cooling unit 44 before it is passed to the absorption unit consisting of the layers

19, 20 og 21. Hvis det er ønskelig kan kjøleenhet 44' omgås ved hjelp av ventil 43»ledning 51°g ventil 45»°g bele gass-strømmen fra isomeriseringsenheten 39 kan resirkulere gjennom ledning 11. Når dette gjøres, vil systemet holdes under et vesentlig større driftstrykk enn i ovennevnte fremgangsmåte for at partialtrykket av hydrokarbonkomponentene i utgangsmaterialet til de absorberende sjikt holdes på et tilstrekkelig nivå for at man skal få effektiv drift av absorbsjonstårnene. Et trykk på ca. 50 kg/cm i absorbsjonstårnene er godt egnet for dette formål, men er ikke en kritisk verdi. I denne "høytrykks"- 19. under a significantly greater operating pressure than in the above-mentioned method, so that the partial pressure of the hydrocarbon components in the starting material of the absorbent layers is kept at a sufficient level for efficient operation of the absorption towers. A pressure of approx. 50 kg/cm in the absorption towers is well suited for this purpose, but is not a critical value. In this "high-pressure"

utgaven av prosessen, vil hydrogan for anvendelse under desorbsjonen av absorbsjonssjiktene resirkulere gjennom ledning 50 version of the process, hydrogen for use during the desorption of the absorption layers will recycle through line 50

fra kjøleenhet 27»hvor produktet av ikke-normale hydrokarboner fjernes fra systemet. Ventilanordning 49 brukes for å fjerne fra systemet en del av hydrogenstrømmen fra kjøleenhet 49* Ettersom denne strømmen også inneholder en mindre del av de lette hydrokarboner som ikke lot seg fjerne i kjøleenhet 27»from cooling unit 27"where the product of non-normal hydrocarbons is removed from the system. Valve device 49 is used to remove from the system part of the hydrogen flow from cooling unit 49* As this flow also contains a smaller part of the light hydrocarbons that could not be removed in cooling unit 27"

og som ellers ville samlet seg i systemet. En faompenserende mengde hydrogen tilsettes systemet gjennom ledning 28. and which would otherwise accumulate in the system. A sufficient amount of hydrogen is added to the system through line 28.

Eksempel 2.Example 2.

Et utgangsmateriale med følgende sammensetning ble isomerisert i overensstemmelse med en annen foretrukket ut-førelse av foreliggende fremgangsmåte: A starting material with the following composition was isomerized in accordance with another preferred embodiment of the present method:

Under den etterfølgende beskrivelse av den cykliske prosessen er det underforstått at systemet må ha vært i drift i tilstrekkelig lang drift til at man har fått en stabil tilstand, hvor man i alt vesentlig bruker samme utgangsmateriale som beskrevet ovenfor. Som vist på fig. 2 føres ferskt utgangsmateriale inn i systemet gjennom ledning 52 og føres gjennom varmeveksler 53, ledning 54»og ledning 55 inn i isomeriseringsenheten. Temperaturen i denne enheten er ca. 260°C og trykket er 15»8 kg/cm<2>. Normale hydrokarboner desorberes fra den selektive absorbsjonsenhet, og hydrogen som er brukt under renséngen,blir blandet med ferskt utgangsmateriale til reak toren fra fordelingsledningen 57'Katalysatoren i isomeriseringsenheten 56 er en zeolit Y-palladium-sammensetning, hvor^zeoliten har et molforhold mellom Si02 og AlgO^ på 5» en natriumkatioh-populasjon på ca. 10 ekvivalent-^, en sjelden jordkation-populasjon på ca. 43 ekvivalent-% og hvor de resterende kationposisjonene befinner seg i den tilstand man fikk ved å kalsinere zeoliten ved 270°C i 2 timer når nevnte posisjoner var opptatt av atomoniumkationer. Sammensetningen inneholdt 0,5 vekt-$ finfordelt palladium. During the subsequent description of the cyclic process, it is understood that the system must have been in operation for a sufficiently long period of time to achieve a stable state, where essentially the same starting material is used as described above. As shown in fig. 2, fresh starting material is fed into the system through line 52 and fed through heat exchanger 53, line 54 and line 55 into the isomerization unit. The temperature in this unit is approx. 260°C and the pressure is 15»8 kg/cm<2>. Normal hydrocarbons are desorbed from the selective absorption unit, and hydrogen used during the purification is mixed with fresh starting material for the reactor from the distribution line 57. The catalyst in the isomerization unit 56 is a zeolite Y-palladium composition, where the zeolite has a molar ratio between SiO2 and AlgO^ of 5» a sodium cation population of approx. 10 equivalent-^, a rare earth cation population of approx. 43 equivalent-% and where the remaining cation positions are in the state obtained by calcining the zeolite at 270°C for 2 hours when said positions were occupied by atomonium cations. The composition contained 0.5 wt-$ finely divided palladium.

Den blandede tilførsel som tilføres isomeriseringsenheten 14 har følgende sammensetning: The mixed feed supplied to the isomerisation unit 14 has the following composition:

Gassen fra reaktoren føres gjennom ledning 58»varmeveksler The gas from the reactor is fed through line 58" to the heat exchanger

53 og ventil 59 til separator 60, hvor hovedmengden av hydrogen og de lette hydrokarboner, i alt vesentlig de som inneholder fra 1 til 4 karbonatomer, fjernes gjennom ledning 6l, hvoretter resten av gassen føres gjennom ventil 62, varmeveksler 63. 53 and valve 59 to separator 60, where the main amount of hydrogen and the light hydrocarbons, essentially those containing from 1 to 4 carbon atoms, are removed through line 6l, after which the rest of the gas is passed through valve 62, heat exchanger 63.

ledning 64 med pumpen 65 til absorbsjonssjiktet 67 gjennom ventil 66. Nevnte absorbsjonstårn inneholder som de andre tårnene 68 og 69 henholdsvis, et fast sjikt av pellets med en diameter på 1,5 mm sammensatt av en zeolitisk molekylær sil av type 5A line 64 with the pump 65 to the absorption layer 67 through valve 66. Said absorption tower contains, like the other towers 68 and 69 respectively, a solid layer of pellets with a diameter of 1.5 mm composed of a zeolitic molecular sieve of type 5A

med en effektiv poreåpning på ca. 5 angstrøm. Åpningen av ventil 66 for å slippe inn den komprimerte oppvarmede hydrokarbondampen starter absorbsjons-oppfyllingstrinnet i fremgangsmåten, og på dette punkt vil absorbsjonsenheten i alt vesentlig innehold hydrogengass ved 37°°c°g ell trykk på 17,0 kg/cm<2>. Ettersom hydrokarbondampene trenger inn i absorbsjonstårnet, with an effective pore opening of approx. 5 angstroms. The opening of valve 66 to admit the compressed heated hydrocarbon vapor initiates the absorption-filling step of the process, and at this point the absorption unit will essentially contain hydrogen gas at 37°C°g or a pressure of 17.0 kg/cm<2>. As the hydrocarbon vapors penetrate the absorption tower,

vil hydrogangassen fra hulrommet inne i sjiktet gå ut av den annen ende av absorbsjonstårnet gjennom en ventil 70 inn i fordelingsledning 71°g ventil 72 til absorbsjonstårn 68 som samtidig underkastes en desorbsjon. Ventil 73 er åpen og absorbsjonstårn 69 blir samtidig samrenset., På dette punkt er det underforstått at skjønt absorbsjonstårnet 67 er under absorbsjon og oppfylling, så blir absorbsjonstårn 69 samtidig renset ved hjelp av samstrøm, mens absorbsjonstårn 68 er under mot-strømsrensing, og at hver av dé tre absorbsjonstårn i rekkefølge underkastes absorbsjon-oppfylling, samstrømsrensing og. motstrøms-rensing-desorbsjon. Under selve absorbsjonstrinnet i absorbsjonstårn 67, hvor et sjiktvolum hydrogen presses ut fra tårnet, føres gassen gjennom ventil 70 og dirigeres via fordelingsledning 71°g ventil 72 i absorbsjonstårn 68. Når produktet er ikke-normale parafiner som presser hydrogenet ut fraabsorbsjonstårn 67, når utstrømsenden av nevnte tårn 67, lukkes ventil 70 og produktet av ikke-normale hydrokarboner føres gjennom ventil 74 og inn i oppsamlingsledning 75°g fjernes fra systemet etter the hydrogen gas from the cavity inside the layer will exit the other end of the absorption tower through a valve 70 into the distribution line 71°g valve 72 to the absorption tower 68 which is simultaneously subjected to desorption. Valve 73 is open and absorption tower 69 is simultaneously co-cleaned., At this point it is understood that although absorption tower 67 is undergoing absorption and filling, absorption tower 69 is simultaneously cleaned by means of co-flow, while absorption tower 68 is undergoing counter-current cleaning, and that each of the three absorption towers is successively subjected to absorption-filling, co-flow cleaning and. countercurrent purification-desorption. During the actual absorption step in absorption tower 67, where a bed volume of hydrogen is pushed out from the tower, the gas is passed through valve 70 and directed via distribution line 71°g valve 72 in absorption tower 68. When the product is non-normal paraffins that push the hydrogen out from absorption tower 67, when the outflow end of said tower 67, valve 70 is closed and the product of non-normal hydrocarbons is passed through valve 74 and into collection line 75°g is removed from the system after

at en hovedmengde av det medførte hydrogen var blitt fjernet i kjøleeneht 76. Absorbsjonstrinnet i absorbsjonstårnet 67 med innvinning av ikke-normale hydrokarboner avsluttes før man når det tidspunkt da innholdet av normale parafiner i hulrommet inne i selve sjikt4& i absorbsjonstårnet overstiger den ubrukte absorberende kapasitet i sjiktet for slike normale hydrokarboner. I alle tilfelle blir absorbsjonen avsluttet før man får gjennombrudd av normale hydrokarboner i overføringssonene. that a major quantity of the entrained hydrogen had been removed in the cooling unit 76. The absorption step in the absorption tower 67 with the recovery of non-normal hydrocarbons ends before the time is reached when the content of normal paraffins in the cavity inside the actual layer 4& in the absorption tower exceeds the unused absorbing capacity in layer for such normal hydrocarbons. In all cases, absorption is terminated before breakthrough of normal hydrocarbons occurs in the transfer zones.

Hvis man antar en tidsperiode med tolv like enheter ' for fullstendig cyklus med hensyn til absorbsjon, samstrøms-rensing og desorbsjon for hvert av de absorberende sjiktene 67, 68 og 69,.så vil følgende skjema vise tidsforhold mellom de tre trinn som hver foregår i absorbsjonstårnene:■ If one assumes a time period of twelve equal units for the complete cycle with regard to absorption, co-current purification and desorption for each of the absorbent layers 67, 68 and 69, then the following diagram will show the time relationship between the three stages that each takes place in the absorption towers:■

Følgelig vil det være slik at over den periode som begynner fra absorbsjonen i sjikt 67 opp til lukking av ventil 7°>vil den utstrømmende hydrogen fra absorbsjonstårn 67 brukes for å Consequently, it will be the case that over the period beginning from absorption in layer 67 up to the closing of valve 7°>, the flowing hydrogen from absorption tower 67 will be used to

rense absorbsjonstårnet 68. For å få en fullstendig desorbsjon av absorbs jonstårnet 68, noe som faller sammen med atrqlutningen-av absorbsjonstrinnet i tårn 67, vil hydrogen rense gass bestående av resirkulert hydrogen fra kjøleenhet 60 via ledning 6l og eventuelt supplerende hydrogen som tilføres systemet gjennom ledning 77>føres gjennom ledning 78»pumpe 79»ovnen 80, ledning 8l til f ordelingsledning " Jl og deretter gjennom ventil 72."Sammenfallende med begynnelsen absorbsjonen i absorbsjonstårn 67, vil desorbsjonen av absorbsjonstårn 68 clean the absorption tower 68. In order to obtain a complete desorption of the absorption tower 68, which coincides with the atrqlending of the absorption stage in tower 67, hydrogen will clean gas consisting of recycled hydrogen from the cooling unit 60 via line 6l and possibly supplementary hydrogen supplied to the system through line 77 is passed through line 78, pump 79, furnace 80, line 8l to distribution line Jl and then through valve 72. Coinciding with the beginning of absorption in absorption tower 67, the desorption of absorption tower 68 will

være underveis, og den utstrømmende gass består av en blanding av,hydrogen rensegass og desorberte normale hydrokarboner vil forlate tårnet. På dette tidspunkt er absorbsjonstårn 69 ifier-dig med å avslutte et absorbsjonstrinn og har. ubrukt absorbsjons-kapasitet tilstrekkelig til å absorbere alle de normale hydrokarboner som er tilstede i det utgangsmateriale som befant seg i sjiktets hulrom. På dette punkt vil gassen fra absorbsjonstårn 68 gjennom ventil 82 dirigeres gjennom fordelingsledning 57 og ventil 83 hvor gassen vil tjene som samstrømsrensegass i absorbsjonstårn 69. Denne rensing av tårn 69 fortsetter så. lenge som utstrømmende ikke-normale hydrokarboner føres ut' av sjiktet gjennom ventil 73 med forønsket renhet. Denne del av de ikke-normale hydrokarboner føres gjennom fordelingsledning 75 og oppsamles gjennom kjøler 76.. Etter at man er ferdig med samstrømsrensingen i absorbsjonstårnet 69, lukkes ventilen 73»og en hydrogen rense-desorbsjonsstrøm føres gjennom ventil 84 fra fordelingsledning 71°g de desorberte normale hydrokarboner og hydrogengasser føres gjennom ventil 83, fordelingsledning 57 til den katalytiske isomeriseringsenhet 56. På grunn av at be en route, and the outflowing gas consists of a mixture of hydrogen cleaning gas and desorbed normal hydrocarbons will leave the tower. At this point, absorption tower 69 is about to terminate an absorption step and has. unused absorption capacity sufficient to absorb all the normal hydrocarbons present in the starting material which was in the voids of the bed. At this point, the gas from absorption tower 68 will be routed through valve 82 through distribution line 57 and valve 83 where the gas will serve as co-flow cleaning gas in absorption tower 69. This cleaning of tower 69 then continues. long as outflowing non-normal hydrocarbons are led out of the layer through valve 73 with desired purity. This part of the non-normal hydrocarbons is passed through distribution line 75 and collected through cooler 76. After the co-current cleaning in absorption tower 69 is finished, valve 73 is closed and a hydrogen cleaning-desorption stream is passed through valve 84 from distribution line 71°g de desorbed normal hydrocarbons and hydrogen gases are passed through valve 83, distribution line 57 to the catalytic isomerization unit 56. Because

samstrømsrensingen åv absorbsjonstårn 69 ble utførte ved å bruke som rensegass den blanding av hydrogen og normale hydrokarboner man hadde i fordelingsledning 57»vil man under den begynnende desorbsjon i absorbsjonstårnet 69»vil man i sjiktets hulrom i dette tårn ha en større konsentrasjon av normale hydrokarboner enn det som ville være tilfelle hvis man i alt vesentlig brukte ren hydrogen under denne rensingen. Videre hadde man brukt i alt vesentlig ren hydrogen under rensingen, ville dette ha resultert i en viss desorbsjon av normale hydrokarboner ved inntaksenden i absorbsjonstårnet. Ved begynnelsen av motstrøms-desorbsjonen i absorbsjonstårn 69, ville således den første gassen som fører direkte til isomeriseringsenhet 56, være relativtfattig med hensyntil hydrokarboner. Ettersom varia-' sjoner i hydrokarbonkansentrasjonen i utgangsmaterialet for denne isomeriseringsenhet 56 er meget uønsket, er det fordelaktig å unngå denne driftstype. Foreliggende fremgangsmåte minimaliserer i vesentlig grad disse uønskede variasjoner ved det spesielle samstrømsrensetrinn som er beskrevet ovenfor, hvor hydrokarbonabsorbatet ikke frigjøres fra inntaksenden av absorbsjonstårnet under samstrørasrensingen. Således vil den første gassen fra absorbsjonstårn 69 under desorberingen ikke være særlig fattig med hensyn til hydrokarboner. the co-current cleaning of absorption tower 69 was carried out by using as cleaning gas the mixture of hydrogen and normal hydrocarbons that was present in the distribution line 57. which would be the case if essentially pure hydrogen was used during this purification. Furthermore, had essentially pure hydrogen been used during the purification, this would have resulted in some desorption of normal hydrocarbons at the intake end of the absorption tower. At the beginning of the countercurrent desorption in absorption tower 69, the first gas leading directly to isomerization unit 56 would thus be relatively poor in hydrocarbons. As variations in the hydrocarbon concentration in the starting material for this isomerization unit 56 are very undesirable, it is advantageous to avoid this type of operation. The present method substantially minimizes these unwanted variations in the special co-flow cleaning step described above, where the hydrocarbon absorbate is not released from the intake end of the absorption tower during the co-flow ash cleaning. Thus, the first gas from absorption tower 69 during the desorption will not be particularly poor with regard to hydrocarbons.

Når man bruker ovennevnte utførelse av fremgangsmåten, er det vesentlig at hydrogenet fjernes fra gassen som kommer ut av isomeriseringsenheten i kjøleenhet 60 før gassen føres til abierbsjonsenheten som består av sjiktene 67, 68bg 69. Hvis det er ønskelig kan man omgå kjøleenhet 60 ved hjelp av en ventil 59»ledning 85 og ventil 62 og hele gass-strømmen fra isomeriseringsenhet 56 kan resirkuleres gjennom varmeveksler 63, ledning 64 og utblåsningskammer 65. Når dette blir gjort blir systemet holdt under et vesentlig høyere driftstrykk enn i ovennevnte beskrevne utførelse for at partialtrykket av hydrokarbonkomponentene i utgangsmaterialet for absorbsjonssjikt ene må holdet på et tilstrekkelig nivå for at man får effektiv drift av absorbsjonstårnene. Et.trykk på ca. 5° kg/cm2 i absorbsjonstårnene er meget godt egnet.for dette formål, men er ikke en kritisk verdi. Under denne "høytrykks" utførelsen av fremgangsmåten, blir hydrogen som skal brukes under desorbsjonen av absorbsjonssjiktene resirkulert gjennom ledning 86 fra kjøleenhet j6 hvor produktet av ikke-normale hydrokarboner blir fjernet fra systemet. Ventilanordning 87 brukes for å fjerne fra systemet en fraksjon av hydrogenstrømmen som kommer ut av kjøleenhet " JS, ettersom denne strømmen også inneholder en mindre mengde av lette hydrokarboner som ikke ble fjernet i kjøleenhet 76, og som ellers ville bygge seg opp i systemet. En kompense-rende mengde hydrogen tilsettes systemet gjennom ledning 77'When using the above-mentioned embodiment of the method, it is essential that the hydrogen is removed from the gas coming out of the isomerization unit in cooling unit 60 before the gas is fed to the absorption unit consisting of layers 67, 68bg 69. If desired, cooling unit 60 can be bypassed using a valve 59, line 85 and valve 62 and the entire gas flow from the isomerization unit 56 can be recycled through the heat exchanger 63, line 64 and blow-out chamber 65. When this is done, the system is kept under a significantly higher operating pressure than in the above described embodiment so that the partial pressure of the hydrocarbon components in the starting material for the absorption layer must be kept at a sufficient level to ensure efficient operation of the absorption towers. One press of approx. 5° kg/cm2 in the absorption towers is very well suited for this purpose, but is not a critical value. During this "high pressure" operation of the process, hydrogen to be used during the desorption of the absorbent beds is recycled through line 86 from cooling unit j6 where the product of non-normal hydrocarbons is removed from the system. Valve assembly 87 is used to remove from the system a fraction of the hydrogen stream exiting cooling unit "JS, as this stream also contains a small amount of light hydrocarbons that were not removed in cooling unit 76, and which would otherwise build up in the system. A compensating amount of hydrogen is added to the system through line 77'

Claims

1. Isomerization process which involves providing three solid absorbent layers, having substantially the same absorbent capacity and voids and containing particles consisting of a crystalline zeolitic molecular sieve absorbent having an effective pore diameter varying from 4 to 6 angstroms, and wherein a variety of normal and non-normal hydrocarbons are provided as starting material. compounds, and where the normal paraffin component includes n-pentane and n-hexane, after which said n-pentane and n-hexane are absorbed from said starting material in said solid absorbent layer, by introducing the starting material into one end of each of said layers , and recovers the non-absorbed non-normal hydrocarbon compounds from the other end of each layer, desorbs n-pentane and n-hexane from each of the aforementioned layers by purifying these with hydrogen supplied countercurrently to the starting material, after which the flowing hydrogen, n-pentane and n-hexane in mixture through a reactor containing a zeolitic molecular sieve isomerization catalyst under isomerizing conditions, characterized in that the aforementioned three layers are desorbed in such a way that no more than two layers are desorbed at any given time and where the final part of the desorption in one of the three layers coincides with the first part of the desorption in another of the three seven ID