TW200902702A - Method for desulfurizing hydrocarbon fractions from steam cracking effluents - Google Patents

Description

200902702 九、發明說明： 【發明所屬之技術領域】 *本發明係關於-種詩處理烴蒸汽裂解流出物之方法。 蒸汽裂解法為作為生產建構嵌段化學品（尤其乙稀及丙稀） 之本的已知石油化學方法。蒸汽裂解除產生乙烯及丙烯 外，亦產生大量較不易蒸發之副產物，尤其在裂解丙院或 丁烧時獲得之顯著比例之芳族熱解汽油，且其在裂解石腦 油、柴油或濃縮物時甚至獲得更多。 【先前技術】 粗熱解汽油常分兩步氫化，經中度分餾通常產生c5 份，意欲用於生產芳族基及汽油基或燃料油之各種館份。 現存方法設計通常得以產生C6餾份用以萃取苯及c7+餾份 或C6-C7-C8餾份用以萃取苯、曱苯及二曱苯，及c9+餾 份。 根據定義，Cn餾份為基本上由具有n個碳原子之烴組成 之餾份。Cn+餾份為基本上由具有至少η個碳原子之烴，至 多具有12個碳原子之烴組成之餾份。此餾份通常可包含 C13或甚至C14烴。舉例而言，C8 +餾份基本上包含以、 C9、CIO、Cll、C12煙，且此德份通常可包含C13或甚至 C14烴。 C5餾份通常被再循環至蒸汽裂解器或送至汽油池中。基 本上由具有6、7或8個碳原子之烴組成的下文稱為(：6_(：：8的 C6-C7-C8餾份係用作生產芳族化合物（苯、曱苯及二甲苯） 之基夤。C9+餾份通常用作鍋爐燃料油或用作汽車汽油 129386.doc 200902702 :在後種it況下，通常必需自C9分離對應於astm彿點 门；220 C之重餾份_220 C餾份被用作與汽油餾份點相 容之汽油基。 =外，熱解汽油具有高硫含量，尤其C9 +镏份通常高於 :前(5〇至150 ppm重量)或未來標準。實際上，此等汽油 3有、勺300 ppm重量之硫，以及高反應性不飽和化合物含 里’使其未經額外處理不能使用。

思欲用於生產芳族基之C6或C6-C7或C6-C8餾份在去二 稀化步驟（選擇性氫化）中經處理以移除諸如二烯烴、炔系 化合物及稀基芳族化合物之反應性不飽和化合物，接著在 錢脫硫步驟中經處理以移除單烯烴及硫化合物，而不氯 化芳族化合物。烯基芳族化合物為由至少—個包含至少— 個烯基之芳族環組成之含烴化合物。 w欲用於生產汽油之C7+或C8+或C9 +餾份通常在去二烯 化步驟中經處a，接著可能在分館驟中移除C11 +或 C12 +化合物且獲得汽油之終點標準後直接用作汽油基。然 而其、含置與相對於趨於降至50 ppm或30 ppm或甚至1〇 P p m重量以下的汽油之最大硫含量之發展標準不相容。 目前使用或考慮3種選擇來滿足此情形，尤其對於現存 蒸汽裂解器而言。 1) 選擇1為改良現存氫化處理設備以顯著提高其處理能 力及脫硫作用。存在合適之脫硫催化劑，$常用者主要為 氧化銘載體上基於鎳及鉬、或錄及鶴或#及_之催化齊卜 2) 選擇2為添加新的最終脫硫設備，其係用於氫處理對 I29386.doc 200902702 於汽油餾份可蒸發之餾份。 此等前兩項藝導致顯著之料投資及氫氣祕，氣氣 是在精煉及石油化學工廠區愈加稀少之氣體，而無任何關 於產物蒸發的增益，該等產物仍為相當劣質之汽油基。此 外，深度脫硫伴隨著芳族化合物含量之有限減少最小化， 其對辛烧值及因此對其蒸發不利。 3)選擇3為將生產之汽油餘份出售給煉油廠來達成最終 脫硫。此4 #導致由此所售汽油之價格顯著贬值。 本發明之目標為尋找一種對於上述問題技術簡單且廉價 之解決方法以便在石油化學工廠區自蒸汽裂解設備生產 C7+或C8+或C9+餾份，該等餾份可直接用作具有低硫含量 之汽油基。 文獻中已描述氫化處理來自蒸汽裂解設備之液體烴餾份 的各種方法。其中一實例為專利申請案FR_2,858,98l，其 描述使用3種不同氫化處理步驟對於來自蒸汽裂解設備之 各種傑份的生產設計。 然而，現存解決辦法或彼等單獨考慮者為進行需要在昂 貴製程中存在氫之加氫脫硫步驟且其未描述藉助於基於在 酸催化劑上增重硫化合物之方法處理來自蒸汽裂解設備之 餾份之一的可能性。 此外’藉由在酸催化劑上處理來使烴餾份脫硫亦廣泛描 述於文獻中。舉例而言，專利— 描述如何藉助 於在酸催化劑存在下使用烷基化劑將硫化合物轉化成重硫 化合物之方法使來自催化裂解設備之汽油脫硫。烧基化劑 129386.doc 200902702 包括烯烴或醇。然而，本發明之描述係應用於催化裂解汽 油且其目的為使噻吩及甲基噻吩類型之硫化合物增重。 【發明内容】 本發明係關於一種處理對應於熱解汽油之饋料之方法， 其包含： a) 至少一個選擇性氫化該饋料之步驟，稱為HD j， b) 在一或多個蒸餾塔中分餾來自步驟甸之流出物以產生 至少一種輕C5餾份、意欲用於芳族化合物生產之中間c6 或C6-C7或C6-C8鶴份、意欲用於汽油生產之重C7+或c8 + 或C9 +餾份， c) 至少一個加氫脫硫及深度氫化中間餾份之步驟，稱為 HD2， d) 至少一個烷基化該重C7+、C8+或C9 +餾份之步驟，其 係由在酸催化劑上處理以使硫化合物增重組成， e) 至少一個蒸餾來自步驟d)之流出物之步驟，其意欲用 於生產可直接用作低硫汽油基之輕館份，及用作中間顧出 物或燃料油之富含硫化合物之重c 11 +或c 12 +顧份。 因此，雖然本發明偏離藉由氫處理減少熱解汽油硫含量 之習知技術觀點，但得以生產出可直接用作汽油基且具有 高辛烷值之低硫熱解汽油。此外，如本申請案中所述之步 驟a)、b)、c)及e)通常存在於裝備蒸汽裂解設備之石油化 學工廠中。由於僅進行硫化合物增重步驟d)，因此生產貧 硫熱解汽油所需之投資較低。 【實施方式】 129386.doc •10· 200902702 步驟a) 稱為熱解汽油之饋料係自一或多種蒸汽裂解汽油分德獲 得且其對應於沸點溫度通常在〇。(：與250°C之間、較佳在 1 〇 C與220 c之間之範圍内的顧份。通常，此饋料基本上 由 C5-C11及痕量（數 wt%)之 C3、C4、C12、C13、C14()所 組成。 通常使此饋料經選擇性氫化步驟a)且將來自步驟之流 出物送至步驟b)。 對於此稱為HD 1之選擇性氯化步驟而言，可使用貴金屬 催化劑（尤其把型’諸如由Axens Company出售之 LD265/LD465催化劑）或非責金屬催化劑（例如鎳型，諸如 由Axens Company出售之LD341/LD441催化劑）。步驟a)為 使待處理之饋料在一或多個含有氫化催化劑之反應器中與 過量引入之氫接觸。將氫流動速率調節為具有對於理論上 氫化所有二烯烴、炔系化合物及烯基芳族化合物及維持在 反應器出口處氫過量之足夠量。為限制反應器中之溫度梯 度’宜再循環部分流出物至反應器入口中。熟習此項技術 者已知選擇性氫化步驟HD 1，亦稱為氫化去二烯化步驟， 且其特別描述於Petrochemical Processes，第 1卷，Technip 編 ’ A. Chauvel and G· Lefebvre，第 155-160頁中。 在步驟a)期間之運作溫度通常在5(rc與20(rc之間之範圍 内’每小時空間速度係在1 h·〗與6 h·1之間之範圍内，且壓 力係在1.0 MPa與4.0 MPa之間之範圍内。 步驟b) 129386.doc • 11 - 200902702 其為在一或多個蒸餾塔中分餾饋料或步驟a)之流出物之 乂驟以產生至少一種基本上由C5組成之輕顧份、通常意 欲用於生產芳族化合物之基本上由以或C6_C7或C6-C8組 成之中間儲份及通常意欲用於生產汽油之基本上由C7+或 C8+或C9+組成之重餾份。 根據本發明之—較佳實施例，使饋料經兩次連續蒸餾以 產生3種餾份。第一次蒸餾產生基本上由〇組成之輕餾份 及C6 +餾份。將C6+餾份送至第二蒸餾塔中，產生意欲用 於生產芳族化合物之基本上由€6或（^―口或C6C8組成之 中間餾份及意欲用於生產汽油之基本上由C7+或C8 +或c9+ 組成之重館份。 根據另一實施例，首先使饋料經第一次蒸餾以獲得基本 上由C5組成之輕館份及送至步驟a)之C6 +餾份中。接著使 來自步驟a)之流出物經蒸餾以獲得意欲用於生產芳族化合 物之基本上由C6或C6-C7或C6-C8組成之中間餾份及意欲 用於生產汽油之基本上由C7+4C8+或C9+組成之重餾份。 接者將中間餾份送至加氫脫硫及深度氬化步驟c)，而將重 餾知送至烷基化步驟d)。接著將來自烷基化步驟幻之流出 物送至蒸餾步驟e)。 步驟c) 其為加氫脫硫及深度氫化中間餾份之步驟，稱為HD〗。 步驟C)為使待處理之中間餾份在—或多個含有氫化及加氫 脫硫催化劑之反應器中與氫接觸。此步驟亦為熟習此項技 術者所熟知且其特另苗述於Peir0chemical Pr。⑽如，第i 129386.doc -12- 200902702 卷 e hniP'、扁 ’ A. Chauvel and G. Lefebvre，第 160頁中。 步驟C)之運作溫度通常在22(TC與380°C之間之範圍内， 每小時空間速度係在1 h·1與6 h·1之間之範圍内’且壓力係 在1.0 MPa與4,〇 MPa之間之範圍内。 例如了使用—連串由Axens Company所售之LD145及 HR406催化劑來進行此步驟c)。 步驟d) 烧基化步驟d)為處理重C7+、C8+或C9 +餾份之步驟，其 為在St催化劑上處理使得藉由使硫化合物增重而無需供氫 使汽油中沸騰之部分該餾份脫硫。 根據一較佳實施例，在烷基化步驟d)中處理之饋料為來 自蒸汽裂解設備之烴餾份。 根據另一較佳模式，饋料對應於在氫化設備HD1中經預 處理之C7+、C8+或C9 +餾份。步驟a)中使用之設備hdi意 欲用於選擇性氫化二烯烴、炔系化合物及部分烯基芳族化 合物。饋料通常為烯烴、芳族、石蠟及環烷化合物，以及 比例為20 ppm重量至1 〇〇〇 ppm重量之硫的混合物。 烧基化步驟d)係在可包含一或多個反應器之烷基化區段 中進行。 步驟d)之主要目標為藉由饋料中所存在之單烯烴之加成 使硫化合物增重。可能反應之硫化合物為烷基噻吩型之噻 吩化合物’及在較少情況下為硫醇型化合物。此等反應不 包括芳族化合物之轉化，因為此等化合物具有大大低於烯 烴及硫化合物之反應性，因此其不轉化，此對维持辛烷值 I29386.doc -13 · 200902702 有利。 令人驚奇的是已發現藉助於包含7個或7個以上碳原子之 單稀煙及烯基芳族化合物可能烧基化院基包含1至4個碳原 子之烷基噻吩’特別是乙基噻吩、二甲基噻吩、丙基噻吩 及丁基塞吩類型之烷基噻吩。然而，長鏈烯烴之反應性低 ' 於短鏈烯烴之反應性，有利的為將饋料與含有丁烷或戊烷 之物流混合。 () 烷基化步驟d)通常為使待處理之餾份與固體酸催化劑在 所選擇以促進單烯烴及烯基芳族化合物加成至硫化合物之 流動速率、溫度及壓力條件下接觸。由此形成之重硫化合 物通常具有高於汽油典型終點，亦即約22〇〇c之沸點溫 度。因此’其通常可藉由簡單蒸餾自汽油中分離。 烧基化步驟d)中所用之催化劑較佳為固體酸催化劑。任 何可能促進不飽和烴化合物加成至硫化合物之催化劑均可 用於本發明中。通常使用沸石、黏土、官能化二氧化矽、 U 具有酸性或酸官能基之接枝載體之矽鋁酸鹽或酸離子交換 樹脂。 較佳使用酸離子交換樹脂，更佳為諸如磺酸樹脂之聚合 酸離子交換樹脂。對於本申請案而言，可使用Rh〇m &

Haas Company所售之名為 Amberlyst 15、Amberlyst 35 或 Amberlyst 36之樹脂。亦可使用Axens Company所售之 TA801樹脂。 亦可使用如專利US-6,736,963中所述之基於磷酸之催化 劑’其係藉由共混合填酸及石夕藻土型非晶形二氧化石夕來獲 -14- 129386.doc 200902702 得。 在本發明之範疇内，除負載型酸外亦可使用基於包括氧 化鋁、二氧化矽、二氧化矽-氧化鋁之無機氧化物之酸， 且更特定言之諸如以下沸石之沸石：八面沸石、絲光彿 石、ί、Ω、Χ、Υ、β' ZSM-3、ZSM-4、ZSM-5、ZSM-18 及ZSM-20。催化劑亦可由各種路易斯酸（Lewis acid)(例如 B?4、BCI3、SbF5及AICI3)與諸如二氧化石夕、氧化鋁或二氧 化矽-氧化鋁之非沸石金屬氧化物之混合物組成。 運作溫度通常根據所選擇之催化劑調節以達到所需硫化 合物轉化率。溫度通常在3〇。(：與300。(：之間之範圍内，較 佳在40°C與250°C之間之範圍内。 在所用催化劑為酸離子交換樹脂之情況下’溫度不超過 200°C且較佳為1 5(TC以保持催化劑之完整性。 若所用催化劑為二氧化矽上之磷酸，則溫度為高於 100C及低於25(TC，較佳高於140°C及低於22(TC。 所用催化劑體積為使得待處理之饋料之體積流動速率與 催化劑體積之比（亦稱為每小時空間速度）通常在〇.〇5 h-丨與 5 h 1之間之範圍内，較佳在〇 〇7 y與3 h·!之間之範圍内且 更佳在0.1 h 1與2 h-1之間之範圍内。 通常將壓力調節為使反應混合物保持液相。通常壓力在 1·〇 MPa與4.0 MPa之間之範圍内，較佳在1>5 MPa與4.0 MPa之間之範圍内。 通常在至少一個固定床圓柱式反應器中進行烷基化步驟 d) °然而’較佳使用若干串聯或並聯運作之反應器以在不 129386.doc -15· 200902702 論催化劑是否去活性之狀況下確保連續運作。根據本發明 T-較佳實施例，燒基化步驟在2個相互連接之相同反應 器甲進行’-者處於運作中而另一者停止且載入備用新鮮 催化劑。此裝置特別允許在替換階段期間或在原位再生用 過的催化劑階段期間連續運作設備。 根據本發明之另一實施例，烷基化步驟係在可並聯或串 聯運作之3個反應H巾進行。在後種情況巾，饋料連續供 給兩個反應器，第-者含有部分用過的摧化劑且第二者含 有新鮮催化劑。第三反應器保持靜止’载入新鮮催化劑且 備用。當第-反應器之催化劑去活性時，該反應器停止， 隨後第二反應器係在第一位置處運作且最初靜止之第三反 應器係在第二位置處運作。接著可卸載已停止之第一反應 器且將其催化劑用一批新鮮催化劑替換。 烯烴二聚反應與硫化合物烷基化反應同時在該反應器中 發生，其包括使經處理之烴餾份增重。然而，芳族型化合 物在該反應器中幾乎不轉化或甚至不轉化。一般而言，芳 族化合物轉化率低於10%，較佳低於5%，其可維持該顧份 之辛烷值。硫化合物烷基化及烯烴二聚反應具有放熱特 徵’亦即其在低溫下係有利的且其釋放熱量。為限制熱釋 放及不使反應器達到過高溫度’宜將反應器之部分流出物 再循環至反應器入口。再循環率之定義為再循環流出物之 流動速率除以新鮮饋料之流動速率，其通常在〇2與4之間 之範圍内’較佳在〇·5與2之間之範圍内。 在所用催化劑為離子交換樹脂之特定情況下，宜使用所 129386-doc -16* 200902702 謂膨脹床中之催化劑。因此，通常將饋料以足以引起催化 劑球懸浮之線速度注入反應器底部。此類型之實施例提供 限制反應器中之溫度梯度（亦即反應器之出口與入口間之 溫度差）及提供反應器中液體烴饋料之良好分布及優良熱 均一性的優點。 根據一較佳實施例’可將催化劑添加/收回系統加入反 應器中以達成連續收回用過催化劑及補充新鮮催化劑之目 的。 根據本發明之較佳實施例，使用酸離子交換樹脂型催化 劑’因為其為非常活潑的催化劑，其允許反應器在低溫下 (通常低於200。〇運作’此允許限制膠狀物及聚合物形成， 此等產物易由中間蒸汽裂解餾份中之聚烯烴或烯基芳族型 不飽和化合物之縮合反應形成。因此，調節每小時空間速 度（HSV)以允許在與所需效能相容之可能最低溫度下運 作。通常’反應器可以每小時空間速度在〇.1 h·1與2 1Γ1之 間之範圍内及低於8 0 °C之溫度下運作。當催化劑去活性 時，必需逐漸提高溫度以維持效能。隨後溫度可逐漸增加 直至其達到通常15 0°C或200°C之最高值。 用過的催化劑可在反應器中（當反應器自環路中分離時） 或在反應益外（當提供添加/收回系統時）經再生處理。根據 所用催化劑類型，可進行以下處理中之至少一者： -以氧化化合物洗滌， -以芳族化合物洗務， -氣體汽提（氮、氫、蒸汽） 129386.doc 17 200902702 -稀釋空氣燃燒。 根據一較佳實施例，將—部分輕c5餾份注入重〇+、 C8+或+餾份中，接著送至烷基化步驟。此混合物使栌 反應性單烯烴之量增加且因此有利於硫化合物之轉化。于 步称e) 其為蒸餾來自步驟d)之流出物之步驟，其意欲用於生產 可直接用作汽油基之輕㈣，及富含硫化合物且用作中間 顧出物或燃料油之重C11 +或C12續份。該輕顧份具有通 常低於230。(：且較佳低於220。(：之終點。 實例 下列實例以非限制性方式描述可用於本發明之方法中之 催化劑及運作條件。 在流出物處理設備中分餾石腦油蒸汽裂解流出物，其包 含初級蒸餾，以特別產生熱解汽油餾份α，其基本上包含 C5及至高21〇°C ASTM終點之重烴。 此熱解汽油館份α具有下列特徵·· -硫含量：200 ppm重量 -熱解汽油館份α之組成（重量〇/0)

C3 C4 C5 C6 C7 C8 C9 CIO ΓΊ1 户Ί，丄 正石蠟 0.0 0.1 3.6 1.3 0.2 0.0 0.0 0.0 0.0 〇 0 合計 5 2 異石蟻 υ.υ 2.7 1.4 0.3 0.4 0.1 0.0 0 0 0.0 4.9 ~~ 單烯烴 0.2 0.6 5.3 1.7 0.7 1.0 0.4 0.3 1.0 0.9 12.1— 一締您 環院 U.U 1.1 10.3 0.5 ό.9 U 丨0.5 oT~ 3.4 1.8 0.0 0.1 20.8_ 2 S 务族化合物 26.6 11.8 4.2 2.0 1.9 0.7 0.1 473 婦基方族化合物 oY~ L8~ 22.4 Ϊ36.4 13.5 3.5 9l~ 3.1 5^6 0.5 6J~ 0.0 0.0 7.1 3.6 11 100 Π~ - —J 129386.doc -18- 200902702 根據圖1中所述之方法設計處理此熱解汽油顧份。 第一氫化處理步驟HD1之催化劑及運作條件 用於步驟HD1之催化劑由0.3重量％沈積於多孔氧化鋁載 體上之纪組成。該催化劑係安置於具有允許注入流體之裝 置的反應器中之兩個床中，該流體特別意欲用於在兩床之 間冷卻反應混合物。 運作條件如下： 反應器出口溫度：ll〇°C 反應器出口壓力：3.0 MPa 每小時空間速度：2.4 h·1。 氫比率（反應器入口處之總氣體）：每m3饋料9〇 Nm3氫 蒸德由此處理之產物以分離C5、C6-C8及C9 +餾份。 稱為潑份β之C 9+餾份具有以下特徵··

ASTM蒸餾範圍：145°C-218°C 密度：0.9 硫含量：300 ppm重量 芳族化合物含量：58重量％，包括1〇重量％雙環芳族化 合物 單烯烴+石蠟+石腦油含量·· 3 7重量％ 二烯烴+烯基芳族化合物含量：5重量％。 烷基化步驟之催化劑及運作條件 用於烧基化步驟之催化劑為由所售之 TA801酸催化劑。該催化劑係安置於單個床中。 運作條件如下： 129386.doc 19 200902702 反應器入口溫度·· 80〇c 反應器出口壓力：3.0 MPa 每小時空間速度：0.25 h·1。 由此回收且稱為汽油γ之產物具有以下特徵： ASTM蒸餾範圍·· i45〇c_285°c 密度：0.92 硫含置·· 3 00 ppm重量 芳族化合物含量：57重量％，包括1%雙環芳族化合物 烯烴含量：33重量％。 接著蒸餾汽油γ以回收沸騰範圍對應於汽油餾份之第 輕餾份γΐ及重餾份γ2。 汽油γ 1之特徵如下： ASTM蒸餾範圍：145°C-220°C 密度：0.9 硫含量：46 ppm重量 芳埃化合物 芳族化合物含量：58重量％，包括1%雙環 烯烴含量·· 27重量。/〇。 汽油γΐ之終點可根據各國汽油標準調節。 汽油γ2之特徵如下： ASTM蒸餾範圍：220°C-285°C 硫含罝：1300 ppm重量。 汽油γΐ可直接併入低硫汽油池中。 汽油γ2可用作鍋爐燃料油。 【圖式簡單說明】 I29386.doc -20- 200902702 :展示本發明之一較佳實施例。饋科經由管線1供哈且 在&擇性氫化設備HD1令經處理以 其婪a 貞者去二烯化及烯 基方奴化合物之預先還原。經去二埽 ,Μ π . ^ 外化饋科經由管線2循 ::、於蒸顧塔3中分館成C5館份，其經由管線4循環，通 ^再循環用於蒸汽裂解或用作汽油基，及c6續份，其於 :線5中循環。此C6 +餾份於蒸餾塔7令分餾成於管線/中循 =之C6_cn餾份（其中n=7或8)及於管線9中循環之Cn+彳餾 份。C6-Cn餾份供給至氫化處理設備HD2，其達成π。餾 份之深度脫硫及單烯烴之深度氫化。例如可使用由Axens Company所售之LD145/HR4〇6催化劑來進行此步驟。舉例 而言，經由管線10排出之經處理C6_Cn餾份可具有小於i PPm重量硫及小於5〇 ppm重量單烯烴。通常設法使此餾份 中芳族化合物之氫化最小化以便最大化其為石油化學應用 之進步回收。離開塔7底部之Cn+1 +顧份經由管線9供給 至烷基化區段ALK以產生烷基化餾份，其係經由管線11回 收。可藉助於管線6將一部分來自塔3之C5餾份注入烷基化 區段之饋料中以增加反應性烯烴之數量且因此有利於硫化 5物之轉化。將烧基化區段alk中產生之餾份經由管線11 送至蒸餾塔12中以在頂部產生貧硫Cn+i_cl2餾份，其係經 由管線13回收且意欲用作汽油基，及在底部產生C12 + . 份’其係經由管線1 4回收’可用作鋼爐燃料油，且其中在 烧基化區段中烷基化之硫化合物經濃縮。經由管線丨3回收 之Cn+1-C 12餾份通常含有小於1〇〇 ppnl硫，或甚至小於50 129386.doc •21 · 200902702 ppm硫’或考慮到生產極低硫汽油而小於丨〇 ρρηι硫。 圖2 圖2展示烧基化步驟d)之一較佳實施例。該烷基化區段 由可並聯運作之兩個反應器R1及R2組成。可將經由管線9 自蒸餾塔7回收之cn+1(其中n=7或8)餾份與經由管線6之一 部分C5顧份混合。將由此獲得之混合物（管線9幻經由管線 9b送至反應器尺丨中且經由管線叫回收烷基化產物。在此步 驟期間，反應器R2載入新鮮活性催化劑，且其保持靜止。 當反應器R1中所含之催化劑去活性時，反應器R1停止且 待處理之饋料經由管線％送至反應器汉2中。經由管線“回 收烧基化產物。其間卸載反應器R 1中所含之催化劑且替換 新鮮催化劑。此特別裝置甚至在催化劑去活性時亦允許維 持連續運作。 【主要元件符號說明】 1 管線 2 管線 3 蒸餾塔 4 管線 5 管線 6 管線 7 蒸餾塔 8 管線 9 管線 9a 管線 129386.doc -22- 200902702 9b 管線 9c 管線 9d 管線 9e 管線 10 管線 11 管線 12 蒸餾塔 13 管線 14 管線 129386.doc -23

Claims (1)

1. 200902702 十、申請專利範圍： 1. -種用於處理對應於具有〇M25(rc之間之範圍内 點溫度之餾份之烴蒸汽裂解流出物的方法，其包含 a)至少-個選擇性氫化該鎖料之步驟，稱為则

   出物以產 C6 或 C6-C7 或 C6-C8 顧份、 次用於芳族化合物生產之中間 意欲用於汽油生產之重C7+或 C8 +或C9+餾份， C)至少一個加氫脫硫及深度氫化該中間餾份之步驟， 稱為HD2， d) 至少一個烷基化該重C7+、C8+或C9+餾份之步驟， 其中在該院基化步驟之前，將一部分該輕以餾份注入該 重C7+、C8+或C9 +餾份中，該步驟係在3〇。(：與3〇〇。(：之間 之範圍内的溫度’ 0.0511·1與5-1之間之範圍内的每小時空 間速度及1.0 MPa與4.0 MPa之間之範圍内的壓力下運 作’其中該烧基化步驟係由在選自由以下各物組成之群 的固體酸催化劑上處理所組成：酸離子交換樹脂、沸 石、黏土、官能化二氧化矽、具有酸性及酸官能基之接 枝載體之矽鋁酸鹽， e) 至少一個蒸餾來自步驟d)之流出物之步驟，其係意 欲用於生產可直接用作低硫汽油基之輕餾份，及用作中 間餾出物或燃料油之富含硫化合物之重C11+或C12+餾 份。 2.如請求項1之方法，其中該催化劑係選自由酸離子交換 129386.doc 200902702 樹脂組成之群。 3如引述凊求項中任-項之方法，其中烷基化步驟d)係在 若干串聯或並聯運作之反應器中進行。 4.如°月求項3之方法，*中烧基化步驟d)係在兩個相互連接 ，相同反應器中進行’其中―者係處於運作中而另一者 停止且载入備用新鮮催化劑。 5. 6. 如喷求項3或4中任—項之方法’其中將_部分烷基化步 _之該等流出物再循環至該等院基化反應器之入口。 如凊求項2之方法’其中該催化劑係用於一膨脹床中。 7.如請求項3、4或5中任一項之方法，其中將-催化劑添 加收回系統添加至該等步驟d)之反應器中以便連續收回 用過的催化劑及補充新鮮催化劑。 8·如前述請求項中任一項之 i Τ °亥（等）步驟d)所用 的催化劑係在該反應器中（當 汉應15自裱路中分離時)或 在該反應器外（當提供一添加/ 于J飞 W糸統時）經再生處理。 129386.doc