在蒸餾塔內的三個催化反應區上的粗汽油異構化的制作方法
【專利摘要】本發明提供了一種用于生產高辛烷值汽油組分的反應精餾系統。所述系統包括至少三個反應區，其中至少一個反應區是苯加氫異構化區，第二個反應區是己烷異構化區，并且第三個反應區是戊烷異構化區。此外，所述苯加氫異構化區位于比其他反應區低的位置且在所述塔的下部部分，而所述己烷異構化區位于比所述進料區高但比所述戊烷異構化區低的位置。所述系統還具有至少一個側面輸出，所述側面輸出位于所述己烷異構化區之上但比所述戊烷異構化區低的位置。
【專利說明】在蒸餾塔內的三個催化反應區上的粗汽油異構化
發明領域
[0001]本發明適用于石化和煉油工業，即適用于高辛烷值汽油組分的生產方法。
[0002]發明背景
[0003]迄今為止，苯已被廣泛用作汽車燃料組分以提高燃料的辛烷值。具體地，含苯的重整產品被用作卡車和飛機的發動機汽油中的高辛烷值組分；它通過直餾汽油組分的催化重整進行生產。
[0004]但是，當今，為了環境安全的利益應當降低汽油中苯的濃度，但是這帶來保持抗爆性質即高辛烷值的問題。重整產品或其組分中苯的濃度降低可以通過氫化苯以得到環己烷，而環己烷是低辛烷值的物質并且不適于作為汽車燃料組分。它的異構體甲基環戊烷是可以更有利的。
[0005]有從石油原料生產高辛烷值汽油組分的方法(美國專利第5，830，345號)，其中這種原料的富含汽油的組分，包含C5到C7鏈烷烴，通過在反應精餾過程利用雙官能化的催化劑進行加氫和異構化。但是，當相同的反應區同時用于氫化苯且異構化環己烷和C5到C7鏈烷烴時，這導致用于和催化劑相互作用的所有原料組分之間產生競爭，并且因此導致反應不完全且未能如預期的那樣增加辛烷值。
[0006]在相似的情況下，不同的方法(W02006/088528)利用兩種單獨的催化劑而不是所述雙官能化的催化劑，即所述加氫催化劑和所述異構化催化劑。但是仍然存在用于和所述加氫催化劑相互作用的環己烷和C5到C7鏈烷烴之間的競爭反應，并且導致轉化不完全。此夕卜，環己烷的較高分子量阻止其輸送到位于精餾塔內的加氫催化劑之上的異構化催化劑；這降低了環己烷異構化為甲基環戊烷的能力，并且因此阻止得到預期的辛烷值。
[0007]發明概述`
[0008]因此，生產帶有降低苯濃度的和最低辛烷值損失的高辛烷值汽油組分仍然存在問題，并且開發將允許盡可能高效地利用原料組分且降低用于高辛烷值汽油組分生產費用的過程存在問題。
[0009]這個問題通過提供用于生產高辛烷值汽油組分的反應精餾系統得以解決，所述系統包含帶有進料區和含氫氣的氣體供應區的精餾塔，并且具有至少三個反應區，至少一個反應區是苯加氫異構化區，其他反應區中的至少一個反應區是己烷異構化區，并且剩余的反應區中的至少一個反應區是戊烷異構化區。所述苯加氫異構化區位于比其他反應區低的位置且在所述塔的下部部分，而所述己烷異構化區位于比所述進料區高但比所述戊烷異構化區低的位置。所述系統還包含一個側面輸出，所述側面輸出在所述己烷異構化區之上但比所述戊烷異構化區低。
[0010]使所有的三個反應區在精餾塔內部是可行的。
[0011]這個系統的安裝具有四個蒸餾區，所以所有的反應區都被蒸餾區分隔。
[0012]使所述進料區在所述苯加氫異構化區之上是可行的。
[0013]優選在所述系統內使每個反應區具有專門的氫氣供應區。
[0014]在所述較低的加氫異構化區中的催化劑可以是被第VIII族金屬覆蓋的沸石。[0015]較高的異構化區中的催化劑可以是被第VIII族金屬覆蓋的且被硫酸鹽和/或鎢酸鹽離子助催化的第IV族金屬氧化物。
[0016]還提供了獲得高辛烷值汽油組分的生產方法，其中進料流被引入反應精餾塔的進料區內，所述塔是反應精餾系統的一部分，所述系統包括至少三個反應區，其中至少一個反應區是苯加氫異構化區，所述苯加氫異構化區正好位于所述塔內，其他反應區中的至少一個反應區是己烷異構化區，并且剩余的反應區中的至少一個反應區是戊烷異構化區。苯在所述苯加氫異構化區內加氫異構化，所述苯加氫異構化區位于所述塔的下部部分且在所有其他反應區之下。己烷在所述己烷異構化區內異構化，所述己烷異構化區位于所述進料區之上但比所述戊烷異構化區低的位置。戊烷在所述戊烷異構化區內異構化。異己烷類從所述塔的側面輸出回收，所述塔的側面輸出位于所述己烷異構化區之上但在所述戊烷異構化區之下，異戊烷類從所述塔的頂部回收，并且環戊烷類從所述塔的底部回收。
[0017]具有使得所述流是蒸氣-液體流，其中苯大部分在液相的進料流溫度是可行的。
[0018]優選的是，將所述進料流引入至位于所述異構化區和加氫異構化區之間的所述塔的蒸餾區內，并且令人滿意的是，將所述進料流在所述塔的輸入處分成兩股流，其中一股流下降并且包含苯和具有較高分子量的組分，而另一股流上升并且包含分子量比苯低的組分。
[0019]根據本發明的一個實施方案，來自所述進料流的C4到C6的鏈烷烴進入在所述進料流入口點之上的所述異構化反應區內，而芳香族化合物、環烷烴、C7鏈烷烴和較重的烴進入位于所述進料流入口點之下的所述加氫異構化反應區。
[0020]在本發明的另一個實施方案中，異構化反應在所述塔外部的反應區進行而產物的混合物返回至所述塔內。
[0021]烴和氫氣正好在所述反應區內混合且向每個區單獨地供應氫氣是可行的。
.[0022]根據本發明，所述進料流通常由C4到CS的烴組分組成，所述烴組分包含濃度在O到30% (w/w)之間的苯。
[0023]苯可以利用催化劑進行加氫異構化，所述催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的沸石。
[0024]異構化可以利用催化劑來實現，所述催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的且被硫酸鹽和/或鎢酸鹽離子助催化的第IV族金屬氧化物。
[0025]氫氣和烴的摩爾比在0.01到5比I之間是可行的；優選的值在0.01到3比I之間；更優選的值在0.1到3比I之間；還更優選的值在0.08到1.5比I之間。
[0026]所述塔內的超壓(overpressure)在10和超過40atm之間是可行的(更優選的值在30到超過35atm之間)。
[0027]塔的溫度在80°C和350°C之間是可行的(優選在80°C和300°C之間；還更優選在150°C和 280°C之間)。
[0028]在本發明的一個實施方案中，所述塔的頂部的溫度在80°C和220°C之間(優選在150°C和200°C之間)而所述塔的底部的溫度在120°C和350°C之間(優選在220°C和280°C之間)。
[0029]本發明的 申請人:已經出乎意料地發現，用于反應的原料組分競爭問題可以利用至少三個反應區解決，其中一個用于苯加氫和異構化，而另外兩個區用于鏈烷烴的異構化。
[0030]在已知的現有技術的精餾系統中，苯加氫區通常位于原料進料區之上的塔的上部部分。本發明的 申請人:已提出將其安排地盡可能低，優選甚至比原料進料區低，以使加氫反應的放熱效應有效地用于反應區中的液體蒸發，并且因此大大降低用于反應精餾塔鍋爐的能量消耗和用于反應精餾系統的能量消耗。
[0031]根據本發明，優選的是，以蒸氣-液態將原料供應至塔內，其中苯大部分在液相。一方面，這允許降低用于原料加熱的開支(在現有技術的系統內，苯在氣相以保證它沿塔上升但這需要更多熱量)。另一方面，這允許從位于液體苯進入的原料進料區之下的反應區中的加氫反應的放熱效應獲得更多的益處。
[0032]本 申請人:已出乎意料地發現，在所述工藝條件下，來自所述苯組分的C7鏈烷烴加入到原料流中的時候，它們被異構化為高辛烷值的組分，所述高辛烷值的組分提高了底部產物的辛烷值。
[0033]還出乎意料地發現，在所述工藝條件下，在較低的反應區內存在C7烴的歧化反應，其中C6和C8的高辛烷值組分消失，這提高了所述底部產物的辛烷值。
[0034]提出的在工藝中的副反應(導致形成C3到C4輕質烴的裂解)被最小化，因為最終產品在形成輕質烴之前被從反應區移除。
[0035]附圖簡述
[0036]圖1說明的是反應精餾過程的裝置，其中所有的反應區都在反應精餾塔內。
[0037]圖2說明的是反應精餾過程的裝置，其中至少一個異構化反應區在反應精餾塔的外部。
[0038]圖3說明的是反應精餾過程的裝置，其中至少兩個異構化反應區在反應精餾塔的外部。
[0039]發明詳述
[0040]本發明涉及是單一反應精餾過程的生產過程。
[0041]術語“反應精餾過程”用來描述催化反應和蒸餾反應在塔內同時發生的聯合過程。“反應蒸餾”、“催化蒸餾”或任何其他術語可以用來描述過程，如果這樣的術語描述其中催化反應和蒸餾反應在塔內同時發生的聯合過程。
[0042]反應精餾過程在單一的塔內將催化反應器和蒸餾區聯合，即在同一裝置內保證了化學反應和反應混合物分隔的結合，并且從動力學、熱力學和節能角度提供了益處。
[0043]本發明方法中的原料是指伴隨重整組分的輕質直餾粗汽油，輕質直餾粗汽油主要包括苯和有相似沸點的其他組分。通常，原料是經過初步蒸餾的無水的石油產品(具體地，直餾的輕質汽油)和催化重整產品(具體地，主要包含苯和有相似沸點的其他組分的輕質重整產品)。進料流通常由C4到C8或C5到C8的烴組成，烴可以包含最多30%的苯(w/w)。原料(進料流)包含飽和的和不飽和的正鏈烷烴及其異構體、環烷烴和芳香族化合物。
[0044]來自原料的苯進行氫化而其他烴進行保證較高辛烷值的反應，具體地，通過異構化反應。
[0045]苯進行氫化并且所得到的環己烷在“苯加氫異構化區”內進行異構化。苯加氫異構化區是將主要包含6個或更多個碳原子的烴加氫異構化的區，烴包含飽和的和不飽和的正鏈烷烴及其異構體、環烷烴和芳香族化合物，具體是苯。
[0046]其他兩個反應區用于主要包含5個到8個之間的碳原子的烴的異構化，烴包含飽和的和不飽和的正鏈烷烴及其異構體、環烷烴和芳香族化合物。這兩個異構化區可以在塔的外部，所以相應的相從蒸餾區引入至這兩個異構化區而異構化的產物返回至塔內。兩個異構化區位于不同的高度。因此，不同的起始原料由于質量傳遞過程到達這樣的區。在較低的異構化區的產物主要是異己烷。因此，較低的異構化區稱為“己烷異構化區”。在較高的異構化區的產物主要是異戊烷。因此，較高的異構化區稱為“戊烷異構化區”。
[0047]本 申請人:還發現，兩個和甚至三個反應區可以正好位于精餾塔內部。
[0048]因此，根據本發明，反應精餾過程主要包括至少四個蒸餾區和三個反應區。至少一個反應區在反應精餾塔的內部。其他反應區主要在反應精餾塔的內部，但它們可以放置在塔的外部并做成帶有相關支持設備的獨立單元(為任何普通技術人員所已知)；因此，它們仍然是反應精餾過程的一部分。
[0049]為本領域的任何技術人員所已知，帶有連續分餾的蒸餾區可以包含精餾分隔板、非結構化的質量傳遞附件和結構化的質量傳遞附件。
[0050]過程利用含 氫氣的氣體，含氫氣的氣體是包含氫氣的任何適合的氣體。這樣的氣體還可能包含烴，具體是Cl到C3烴。重整的氣體可以被用作含氫氣的氣體。氫氣在苯的氫化反應中被消耗，但在異構化反應中未被消耗，盡管需要保持催化劑的穩定性和效能。氫氣供應到塔的底部部分，優選進入底部的每個反應區。
[0051]一般流程圖
[0052]原料輸送至反應精餾塔中的原料進料區。
[0053]加氫和異構化反應至少在三個反應區中發生。
[0054]在塔輸出的氣體流包含異構化反應產物，主要包含異戊烷，還有含氫氣的氣體和烴，烴包含2個到4個碳原子之間的烴且在反應區內發生裂解反應期間產生，反應區包含兩個異構化反應區和一個加氫異構化反應區。
[0055]在塔頂部輸出的氣體流從它以液體和蒸氣進入餾出物收集容器的地方進入冷凝器，以提供用于在反應精餾塔內提供回流的且用于收集餾出物產物流的液體餾出物。蒸氣相由未冷凝的烴組成，并且離開餾出物收集容器以離開反應精餾系統。來自蒸餾-收集容器的液相分別作為反應精餾塔的回流和作為餾出物收集產物流動。
[0056]在反應精餾塔內具有側面產物輸出，側面產物輸出位于異構化反應區之間的蒸餾區內。這樣的側面產物輸出主要用于回收含有5個到7個之間的碳原子的高辛烷值組分，這樣的烴包含比如異戊烷、甲基戊烷、二甲基戊烷和其他的烴，通常是異構體，還包含甲基環戊烷。
[0057]液體產物從反應精餾塔的底部輸送至反應精餾塔的鍋爐內。鍋爐和加氫異構化反應區一起或單獨提供反應精餾塔底部的必要的蒸氣流。鍋爐還保持反應精餾塔內的穩定操作條件。來自鍋爐的蒸氣流主要返回至反應精餾塔的底部，而液相流作為底部產物離開反應精餾系統。底部產物由主要包含6個或更多個碳原子的烴組成，烴包含環己烷和甲基環戊烷，通常，甲基環戊烷的濃度比環己烷的濃度高。
[0058]反應精餾過程條件
[0059]通常，以下數值用于反應精餾過程的操作條件。在反應精餾塔內，壓力在I和40巴絕對壓力之間，優選在20和35巴絕對壓力的范圍內。
[0060]通常，反應精餾塔頂部的溫度在80°C和220°C之間，優選在120°C和200°C之間。通常，反應精餾塔底部的溫度在120°C和350°C之間，優選在200°C和280°C之間。通常，氫氣和原料的摩爾比在0.0l和5之間；更優選的值是在0.01和3之間；還更優選的值是在
0.08和1.5之間。
[0061]反應精餾塔內用于反應區的操作條件取決于反應精餾塔內的工藝參數且取決于用于異構化和/或氫化和/或加氫異構化反應的最優工藝參數，并且處于反應精餾塔的頂部和底部的參數數值之間的范圍內。
[0062]通常，以下數值應用于在反應精餾塔外部(如果使用)的反應區內的操作條件。壓力在I和60巴絕對壓力，優選在5和35巴絕對壓力之間的范圍內。通常，溫度在60°C和400°C之間；更優選的值在100°C和300°C之間。通常，氫氣和原料的摩爾比在0.01和5之間；更優選的值是在0.01和3之間；還更優選的值是在0.08和1.5之間。
[0063]反應區:結構描述
[0064]在反應精餾塔內部的反應區具有主要為催化反應的目的，但是它也允許蒸餾的結構。
[0065]反應區的結構包含“流體流，流體流具有與通過催化劑層上升的含氫氣的氣體流的方向相同”。
[0066]反應區內的催化劑在管道內和/或位于篩上的容器內，安裝篩用來負載催化劑且用來輸送含氫氣的氣體至反應區。
[0067]來自較高的蒸餾區的液相流通過反應區分配器向下流入至反應區。反應區內部的液體以與通過催化劑層上升的含氫氣的氣體流相同的方向流動。
[0068]蒸氣相從較低的蒸餾區進入反應區。蒸氣相通過管道內和/或臨近管道的容器內和/或填滿催化劑的容器內流動。來自于管`道內和/或填滿催化劑的容器內的液體可以通過管道和/或容器內向下流，蒸氣相在容器內上升。這樣的管道和/或容器(其中蒸氣相上升)可以是中空的或充滿非反應的質量傳遞的填充層(或者結構的或者非結構的)以提高質量傳遞過程，這為任何普通技術人員所已知。
[0069]含氫氣的氣體通過管道輸送至反應區，管道優選連接到反應區的底板。含氫氣的氣體分配和輸送到管道和/或填滿催化劑的容器內，通過專門的分配器和/或優選位于反應區的底板上的分配總管。
[0070]在反應精餾塔外部的反應區具有的結構，所屬結構基于最先進的和最常用方法的應用，基于用于帶有相關支持設備的獨立設備的解決方法，設備用于異構化和/或加氫異構化反應，這為任何普通技術人員所已知。
[0071]用于反應精餾過程的催化劑:描述
[0072]第VIII族金屬催化劑用于加氫異構化反應區內。為任何普通技術人員所已知的方法，方法用于將這樣的催化劑應用到它們的載體上，比如活性氧化鋁、β -沸石、具有五元環結構的沸石pentasil (比如ZSM-5)或絲光沸石。這樣的載體可以被鹵素比如F和/或Cl或不同的元素改性。
[0073]過程使用催化劑，催化劑基于帶有活性氧化鋁的混合物中的人造的和/或天然的絲光沸石，被鹵素氯和/或氟改性，且被第VIII族金屬比如Ni，Pt和Pd所覆蓋。
[0074]反應精餾塔內部的異構化反應區具有第VIII族金屬催化劑，催化劑應用于這樣的載體比如Zr02/S04(S03)，Zr02/W203，所謂的“固體超酸”。固體的和/或應用的雜多酸可以被用作催化劑。這樣的催化劑可以被Mn、Fe、Cl和/或F鹵素、和其他元素助催化。[0075]為任何普通技術人員所已知，在反應精餾塔外部的異構化反應區使用最傳統的當代異構化反應催化劑是允許的。
實施例
[0076]實施例1.反應精餾過程，其中所有的反應區都在反應精餾塔的內部(請參考圖1)。
[0077]原料通過線路(I)輸送至反應精餾塔(3)。
[0078]反應精餾塔由三個反應區(4)、(5)和(6)組成，反應區位于反應精餾塔(3)內部的蒸餾區之間。
[0079]反應區(4)和(5)分別大體位于接近于反應精餾塔(3)頂部和中間的部分。加氫異構化的催化劑裝填在反應區(4)和(5)內。
[0080]反應區(6)大體位于接近于反應精餾塔(3)的底部。加氫異構化的催化劑裝填在反應區(6)內。苯被加氫異構化為環己烷和甲基環戊烷(主要形成甲基環戊烷)。
[0081 ] 含氫氣的氣體通過線路(2c )、( 2b )和(2a)分別主要輸送至反應區(4)、( 5 )和(6 )的底板。
[0082]在塔頂輸出的來自線路(11)的氣體流包含異構化的產物，主要是異戊烷。
[0083]塔頂輸出的來自線路(11)的氣體流進入冷凝器(12 )，它從冷凝器(12 )通過線路
(13)以液體和蒸氣形式進入蒸餾物收集容器(14)。蒸氣相由不飽和的烴組成且通過線路
(15)離開蒸餾物收集容器(14)以離開反應精餾系統。來自容器(14)的液相分別作為反應精餾塔(3)的回流和作為蒸餾物收集產物進入線路(16)和(17)。
[0084]反應精餾塔內存在側面產物輸出線路(18 )，其在異構化反應區(4)和(5 )之間的蒸餾區內。側面產物輸出線路用于移除諸如異戊烷、甲基戊烷、二甲基丁烷和甲基環戊烷的組分。
[0085]來自反應精餾塔(3 )底部的液體產物通過線路(7 )輸送至反應精餾塔鍋爐(8 )。鍋爐(8)和加氫異構化反應區(6) —起或其單獨地提供在反應精餾塔(3)底部的必要的蒸氣流。為任何普通技術人員所已知，鍋爐(8)還主要保持反應精餾塔內的穩定操作條件。來自鍋爐(8)的蒸氣流返回至反應精餾塔(3)底部，而液體流作為底部產物通過線路(10)離開反應精餾系統。底部產物(10)由烴組成，包含環己烷和甲基環戊烷；甲基環戊烷的濃度比環己烷的濃度高。
[0086]實施例2.反應精餾過程，其中一個異構化反應區在反應精餾塔的外部(請參考圖2)。
[0087]圖2中的反應精餾過程和圖1中的反應精餾過程以相似的方式安裝，具有以下不同:
[0088]液體和/或蒸氣相從大體位于接近于反應精餾塔(3)頂部的蒸餾區通過線路(19)進入異構化反應區(4)。異構化反應區(4)做成帶有為任何普通技術人員所已知的相關支持設備的獨立設備；因此，它仍然是反應精餾塔的一部分。在液體和/或蒸氣相中的異構化反應產物通過線路(20)返回至反應精餾塔(3)。含氫氣的氣體通過線路(2c)主要供應至反應區(4)的頂部，或者與線路(19)中的液體和/或蒸氣流混合且共同地主要進入反應區
(4)的頂部。[0089]實施例3.反應精餾過程，其中兩個異構化反應區在反應精餾塔的外部(請參考圖3)。
[0090]圖3中的反應精餾過程按照與圖2中的反應精餾過程相似的方式被設置，具有以下不同:
[0091]液體和/或蒸氣相從蒸餾區進入異構化反應區(5)，所述蒸餾區大體位于在通過線路(I)進入反應精餾塔(3)的原料輸入和側面產物收集線路(18)之間。異構化反應區
(5)做成帶有為任何普通技術人員所已知的相關支持設備的獨立設備；因此，它仍然是反應精餾塔的一部分。在液體和/或蒸氣相中的異構化反應產物通過線路(22)返回至反應精餾塔(3)。含氫氣的氣體通過線路(2b)主要供應至反應區(5)的頂部，或者與線路(21)的液體和/或蒸氣流混合且共同地主要進入反應區(5)的頂部。
[0092]實施例4.反應精餾過程，其中所有的反應區都在反應精餾塔內(請參考圖1)。
[0093]原料流(典型的混合物)具有表I中所示的組成且在如下條件下被供應至具有三個反應器和四個蒸餾區的塔:
[0094]壓力:25atm [0095]塔頂溫度:1，700°C
[0096]塔底溫度:2,450O
[0097]原料體積流速JtT1
[0098]氫氣和原料的摩爾比:3:1
[0099]生成產物，該產物的組成如表2所示。
[0100]表1.原料組成
[0101]
【權利要求】
1.一種反應精餾系統，所述反應精餾系統用于生產高辛烷值汽油組分并且:i)包括具有進料區和含氫氣體供應區的精餾塔；且ii)具有至少三個反應區，其中至少一個反應區是苯加氫異構化區，其他反應區中的至少一個反應區是己烷異構化區，并且剩余的反應區中的至少一個反應區是戊烷異構化區，其中所述苯加氫異構化區位于比其他反應區低的位置且在所述塔的下部部分，而所述己烷異構化區位于比所述進料區高但比所述戊烷異構化區低的位置；并且iii)所述系統還具有一個側面輸出，所述側面輸出位于所述己烷異構化區之上但比所述戊烷異構化區低的位置。
2.根據權利要求1所述的系統，其中所有的所述三個反應區在所述精餾塔內。
3.根據權利要求2所述的系統，具有4個蒸餾區，其中所有的反應區都被所述蒸餾區分隔。
4.根據權利要求1所述的系統，其中所述進料區位于比所述苯加氫異構化區高的位置。
5.根據權利要求1所述的系統，其中每一個所述反應區具有專用的氫氣供應區。
6.根據權利要求1所述的系統，其中所述較低的加氫異構化區中的催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的沸石。
7.根據權利要求1所述的系統，其中所述較高的異構化區中的催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的且被硫酸鹽和/或鎢酸鹽離子助催化的第IV族金屬氧化物。·
8.一種用于生產高辛烷值汽油組分的方法，所述方法包括將所述進料流引入反應精餾塔的進料區內，所述反應精餾塔是反應精餾系統的一部分，所述反應精餾系統包括至少三個反應區，所述反應區中的至少一個反應區是苯加氫異構化區，其他反應區中的至少一個反應區是己烷異構化區，并且剩余的反應區中的至少一個反應區是戊烷異構化區；在位于所述塔的下部部分并且在所有其他反應區之下的所述苯加氫異構化區內對苯進行加氫異構化；在位于所述進料區之上但比所述戊烷異構化區低的所述己烷異構化區內對己烷進行異構化；在所述戊烷異構化區內對戊烷進行異構化；從位于所述己烷異構化區之上但位于所述戊烷異構化區之下的所述塔的側面輸出回收異己烷類；從所述塔的頂部回收異戊烷類；并且從所述塔的底部回收環戊烷類。
9.根據權利要求8所述的方法，其中所述進料流的溫度是使所述流是蒸氣-液體流，其中苯大部分在液相。
10.根據權利要求9所述的方法，其中所述進料流被引入至位于所述異構化區和加氫異構化區之間的所述塔的蒸餾區內。
11.根據權利要求10所述的方法，其中所述進料流在所述塔的輸入處被分成兩股流，其中一股流下降并且包含苯和具有較高分子量的組分，而另一股流上升并且包含分子量比苯低的組分。
12.根據權利要求10所述的方法，其中來自所述進料流的C4到C6的鏈烷烴進入在所述進料流入口點之上的所述異構化反應區內，而芳香族化合物、環烷烴、C7鏈烷烴和較重的烴進入在所述進料流入口點之下的所述加氫異構化反應區。
13.根據權利要求8所述的方法，其中異構化反應在所述塔外部的反應區內進行，而產物的混合物返回至所述塔內。
14.根據權利要求8所述的方法，其中烴和氫氣正好在所述反應區內混合，并且氫氣向每個區單獨地供應。
15.根據權利要求8所述的方法，其中所述進料流由C4到CS的烴組分組成，所述烴組分包含濃度在O到30% (w/w)之間的苯。
16.根據權利要求8所述的方法，其中苯通過利用催化劑進行加氫異構化，所述催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的沸石。
17.根據權利要求8所述的方法，其中異構化通過利用催化劑來實現，所述催化劑是被第VIII族金屬覆蓋的且被硫酸鹽和/或鎢酸鹽離子助催化的第IV族金屬氧化物。
18.根據權利要求8所述的方法，其中氫氣和烴的摩爾比在0.01和5之間；且i )優選的值在0.01和3之間；且ii)更優選的值在0.1和3之間；且迅)還更優選的值在0.08和1.5之間。
19.根據權利要求8所述的方法，其中所述塔的壓力在10到40atm的量度范圍內，并且優選30到35atm之 間。
20.根據權利要求8所述的方法，其中所述塔的溫度在80°C和350°C之間；且i)優選的值在80°C和300°C之間；且1:0還更優選的值在150°C和280°C之間。
21.根據權利要求8所述的方法，其中所述塔的頂部的溫度在80°C和220°C之間(優選在150°C和200°C之間)而所述塔的底部的溫度在120°C和350°C之間(優選在220°C和280°C之間)。
【文檔編號】C10G45/00GK103429710SQ201280014030
【公開日】2013年12月4日 申請日期:2012年1月18日 優先權日:2011年1月19日
【發明者】奧萊格·瓦萊里維奇·基亞佐夫, 奧萊格·伊戈列維奇·帕爾普茲 申請人:利亞特萊克什科技有限公司