专利名称：制备芳族物质的综合方法
背景技术：
本发明涉及一种用于芳族物质联合装置的方法，所述联合装置是可用于将石脑油转化成基础石油化工中间体苯、甲苯和二甲苯的工艺单元的组合。基于处理未提取的甲苯和较重芳族物质的金属催化的烷基转移工艺和烯烃饱和工艺，所述改进的流程删除了装置项目和加工步骤，例如重整物分离塔和重芳族物质塔，从而在生产对二甲苯时可得到显著的经济效益。
大多数新的芳族物质联合装置的设计使得苯和对二甲苯的产率最大化。苯是一种通用的石油化学结构单元，其用于许多不同的基于其衍生物(包括乙苯、异丙苯和环己烷)的制品。对二甲苯也是一种重要的结构单元，其几乎专门用于制备由对苯二甲酸或对苯二甲酸二甲酯中间体形成的膜、聚酯纤维和树脂。相应地，根据所需的制品、可得到的原料和可用的投资资金，芳族物质联合装置可以以多种不同的方式成形。宽选择范围允许灵活地改变苯和对二甲苯的制品方案的比例协调以满足下游的处理要求。
现有技术的芳族物质联合装置流程图已经由Meyers在“Handbook ofPetroleum Refining Processes”(第2版，McGraw-Hill 1997年出版)中公开了。
Berger的US 3,996,305A公开了一种分级方案，其主要用于甲苯和C9烷基芳族物质的烷基转移作用以制备苯和二甲苯。所述烷基转移工艺也可以与芳族物质提取工艺联合。该分级方案包括具有两个进塔料流和三个出塔料流的单个塔以达到综合的经济效益。
Berger的US 4,341,914A公开了一种烷基转移工艺，其具有用于提高该工艺的二甲苯产率的循环C10烷基芳族物质的操作。该烷基转移工艺也优选与对二甲苯分离区和二甲苯异构化区联合，该分离区和异构化区以连续循环的方式操作以接收来自所述烷基转移区原料和流出物分级区的混合二甲苯。
Schmidt的US 4,642,406A公开了一种用于制备二甲苯的高强度工艺，其采用同时充当在非金属催化剂上的异构化区的烷基转移区。与高质量的苯一起制备的有二甲苯混合物，这样允许通过吸收分离而从所述混合物中分离出对二甲苯，其中将异构体贫化料流供回至所述烷基转移区。
Boitiaux等人的US 5,417,844A公开了一种在镍催化剂存在下对蒸气裂解汽油中的烯烃选择性脱氢的工艺，其特征在于在使用催化剂之前，在所述反应器外面于施用前将含硫有机化合物加入所述催化剂中。
Russ等人的US 5,658,453A公开了一种综合的重整和烯烃饱和工艺。所述烯烃饱和反应采用混合的蒸气相并且将氢气加入重整液体与优选含有铂系金属和非必要的金属改性剂的难熔无机氧化物接触。
Buchanan等人的US 5,763,720A公开了一种制制备苯和二甲苯的烷基转移工艺，其通过将C9+烷基芳族物质与苯和/或甲苯在含有沸石(如ZSM-12)和氢化贵金属(如铂)的催化剂上接触的方式。采用含硫料流用来处理该催化剂。
Ichioka等人的US 5,847,256A公开了一种由含有C9烷基芳族物质的原料制备二甲苯的工艺，其借助具有沸石(优选为丝光沸石)和金属(优选为铼)的催化剂。
发明概述一种具有可实现的烷基转移工艺的芳族物质联合装置流程需要通过引入金属作用来稳定烷基转移作用催化剂。使得烷基转移工艺能够处理C10烷基芳族物质和未提取的甲苯可以实现以下流程的改进。通过在不首先将其供入提取装置的条件下使用甲苯，该流程可省去重整物分离塔。由此导致的较小容量的提取装置被移至苯塔的顶部。通过仅仅对苯进行提取，可以使用简单的萃取蒸馏，这是因为只有较重的杂质才需要较昂贵的组合液-液提取方法。通过在可实现的烷基转移装置中同时使用C9和C10烷基芳族物质，该流程可进一步省去重芳族物质塔。对该流程进一步的改善是通过省去粘土处理器而实现的，以有利于在重整工艺装置出口处或在烷基芳族物质异构化工艺装置出口处的选择性烯烃饱和反应。
本发明的另一个实施方案包括一个基于所述工艺步骤的设备，其可有效地将石脑油转化成对二甲苯。
该附图显示了本发明的芳族物质联合装置流程图，其包括烯烃饱和反应和金属稳定的烷基转移作用催化剂。
发明详述所述联合装置的进料可以是石脑油，不过也可以是热解汽油、输入的混合二甲苯或输入的甲苯。供至芳族物质联合装置的石脑油首先经过加氢处理以在将所述处理过的石脑油供至重整装置13之前除去硫和氮化合物至小于0.5wt-ppm。通过在装置11内将管线10中的石脑油与石脑油氢化处理催化剂在石脑油氢化处理条件下接触而进行石脑油氢化处理。所述石脑油氢化处理催化剂一般由第一组分氧化钴或氧化镍、第二组分氧化钼或氧化钨和第三组分无机氧化物载体(一般为高纯度氧化铝)组成。当所述氧化钴或氧化镍组分为1～5wt％和所述氧化钼组分为6～25wt％时通常可获得良好的结果。调节氧化铝使得平衡石脑油氢化处理催化剂的组成至所有组分的总和为100wt％。在US 5,723,710A中公开了一种用于本发明的氢化处理催化剂，其教导的内容通过引用并入本文。典型的氢化处理条件包括液体时空速率(LHSV)为1.0～5.0hr-1、氢气与烃(或石脑油原料)的比率为50～135Nm3/m3和压力为10～35kg/cm2。
在重整装置13中，石蜡和环烷被转化成芳族物质。这是在所述联合装置中实际产生芳环类的唯一装置。所述联合装置中的其它装置将不同的芳族组分分离成单独的制品，并将不同的芳族物种转化成更有价值的产物。重整装置13常常设计成可在非常高的强度下运行，相当于制备100～106研究法辛烷值(RONC)的汽油重整物，从而最大限度地提高芳族物质的产量。这种高强度的操作另外可消除所述重整物的C8+级分中的几乎所有非芳族杂质，并使得不需要提取所述C8和C9芳族物质。
在重整装置13中，将来自管线12的氢化处理石脑油在重整条件下与重整催化剂接触。所述重整催化剂一般由第一组分铂系金属、第二组分改性剂金属和第三组分无机氧化物载体(一般为高纯度氧化铝)组成。当所述铂系金属为0.01～2.0wt％和所述改性剂金属组分为0.01～5wt％时通常可获得良好的结果。调节氧化铝使得平衡所述石脑油氢化处理催化剂的组成至所有组分的总和为100wt％。所述铂系金属选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。优选的铂系金属组分为铂。所述金属改性剂可以包括铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。在US 5,665,223A中公开了一种用于本发明的重整催化剂，其教导的内容通过引用并入本文。典型的重整条件包括液体时空速率为1.0～5.0hr-1、氢气和烃的比率为1～10摩尔氢气/摩尔进入所述重整区的烃进料以及压力为2.5～35kg/cm2。重整装置13中产生的氢气从管线14中排出。
将来自重整装置13的管线15中的重整物制品供至脱丁烷区53，其一般包括在管线21脱除轻端烃(light end hydrocarbons)(丁烷和较轻的烃)的脱丁烷塔20。所述脱丁烷区53也可以包括至少一个烯烃饱和区16，其可以放置在脱丁烷塔20的上游或下游。此外，来自所述芳族物质联合装置中的其它装置的料流也可以供至脱丁烷塔20进行脱除操作。这些其它装置包括所述烷基转移区和异构化区，所述烷基转移区通过管线17输送烷基转移气提塔的顶部料流，所述异构化区通过管线18输送脱庚烷塔的顶部料流。所有这些装置将在下文作更详细的描述。
烯烃饱和区16可以包含公知的粘土处理装置或用以处理残留烯烃杂质的其它装置。优选地，烯烃饱和区16包含在烯烃饱和作用条件下运行的烯烃饱和催化剂。催化烯烃饱和反应也是一个使该流程成为可能的因素。如果采用催化工艺，可以将所述烯烃转化成有用的制品。例如，C6烯烃可以转化成苯(如果该烯烃是环状的)，C7转化成甲苯，C8转化成二甲苯。如果采用粘土，那么所述烯烃会发生聚合，常常生成C11+，其对芳族物质联合装置并不十分有用。因此，所述催化烯烃饱和反应有助于改善该流程的经济性。本发明中合适的烯烃饱和催化剂包含元素镍或铂系组分，其优选担载于无机氧化物载体(通常为氧化铝)上。在所述元素镍存在于载体上的情况中，镍存在的量优选为整个催化剂重量的2～40wt％。在US5,658,453A中公开了一种用于本发明的催化剂，其教导的内容通过引用并入本文。典型的烯烃饱和作用条件包括温度为20℃～200℃、压力为5～70kg/cm2和氢气与烯烃的化学计量比为1∶1～5∶1。烯烃处理的重整物示于管线19中。
管线22中的包含芳族物质的脱丁烷重整物与管线24中的烷基转移气提塔的底部料流合并，并通过管线23输送至苯-甲苯(BT)分离区54。BT分离区54一般包括至少一个塔，通常包括苯塔25和甲苯塔31。然而，可以省去苯塔25以有利于烷基转移气提塔，其具有稳定段足以产生合适的苯料流。BT分离区54产生在管线26中的苯富集料流、在管线32中的甲苯富集料流、以及在管线33中的二甲苯+富集料流。一般地，管线26中的苯富集料流由苯塔25的顶部产生，苯塔25的底部料流通过管线30传输供入甲苯塔31。管线32中的甲苯富集料流由甲苯塔31的顶部产生，并传输至烷基转移装置36，并且甲苯塔31的底部料流产生管线33中的二甲苯+富集料流。来自甲苯塔31底部的管线33中的二甲苯+富集料流被输送至下文所述的该芳族物质联合装置的二甲苯回收区55。
将管线26中的苯富集料流供至萃取蒸馏区27，该区产生管线29中的高纯度苯产物料流，并排出管线28中的副产物提余液流。所述提余液流可以混入汽油中，用作乙烯装置的原料，或者通过再循环至重整装置13转化成附加的苯。采用萃取蒸馏代替液-液萃取或组合的液-液萃取/萃取蒸馏工艺可导致经济效率的改善。
萃取蒸馏是一种用于分离具有近似相等挥发度和近似相同沸点的组分混合物的技术。通过常规分馏难以分离所述混合物的组分。在萃取蒸馏中，将溶剂从高于待处理的含烃流体混合物进入点的位置供入主蒸馏塔。该溶剂对在较高温度下沸腾的含烃流体组分的挥发性的影响不同于对在较低温度下沸腾的含烃流体组分的挥发性的影响使得足以有利于通过蒸馏分离不同的含烃流体组分，并且该溶剂与底部级分一起排出。合适的溶剂包括四氢噻吩-1，1-二氧化物(或环丁砜)、二甘醇、三甘醇或四甘醇。管线28中的包含非芳族化合物的提余液流从所述主蒸馏塔的顶部排出，而含有溶剂和苯的底部级分从下部排出。通常所述提余液将供至洗涤塔以与水接触，从而除去任何残留的被溶解的溶剂。来自所述主蒸馏塔的底部料流被传输至溶剂回收塔，在那里从顶部回收苯，从底部回收溶剂并送回所述主蒸馏塔。来自萃取蒸馏的管线29中的高纯度苯的回收率一般超过99wt％。
管线32中的甲苯富集料流通常与由二甲苯塔39产生的管线41中的富含C9和C10烷基芳族物质的料流混合，并通过管线34供料至烷基转移装置36以制备附加的二甲苯和苯。在烷基转移装置36中，所述进料在烷基转移作用条件下与烷基转移作用催化剂接触。所述优选的催化剂是金属稳定的烷基转移作用催化剂。所述催化剂包含沸石组分、金属组分和无机氧化物组分。所述沸石组分一般为pentasil沸石、β-沸石或丝光沸石，其中pentasil沸石包括根据IUPAC委员会沸石命名法的MFI、MEL、MTW、MTT和FER等结构。优选的是丝光沸石。所述金属组分一般是贵金属或贱金属。所述贵金属是铂系金属，其选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。所述贱金属选自铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。所述贱金属可以与另外的贱金属或贵金属组合。优选地所述金属组分包含铼。在所述烷基转移作用催化剂中适合的金属量为0.01～10wt％，优选为0.1～3wt％，更优选为0.1～1wt％。所述催化剂中适合的沸石量为1～99wt％，优选为10～90wt％，更优选为25～75wt％。所述催化剂的余量由无机氧化物粘合剂、优选氧化铝组成。在US 5,847,256A中公开了一种用于本发明的烷基转移作用催化剂，其教导的内容通过引用并入本文。
所述烷基转移区采用的条件通常包括200℃～540℃的温度。所述烷基转移区在适当升高的压力下运行，压力在宽范围1～60kg/cm2内变化。所述烷基转移反应可以在宽空速范围内进行，并且较高的空速会在以转化率为代价的情况下实现较高的对二甲苯比率。液体时空速率一般为0.1～20hr-1。所述原料优选在气相中和在通过管线35输送的氢气存在下进行烷基转移反应。如果在液相中进行烷基转移，那么可以选择氢气的存在。如果存在，游离氢气与所述原料和再循环烃相关的量为0.1摩尔/摩尔烷基芳族物质直到10摩尔/摩尔烷基芳族物质。氢气与烷基芳族物质的这种比值也被称为氢气/烃比。
烷基转移区36的排出物被供至烷基转移装置气提塔52以除去轻端级分，随后通过管线24和23供至BT分离区54。在那里回收苯制品，分离出二甲苯并通过管线33中的二甲苯+富集料流供至二甲苯回收区55。来自烷基转移气提塔52的顶部物料一般通过管线17再循环回至所述重整装置脱丁烷塔以回收残留的苯。作为选择，将稳定段或塔放置在烷基转移装置气提塔52之上或之后。该烷基转移稳定段可以产生适合于萃取蒸馏的苯富集料流，并消除在BT分离区中对单独苯塔的需求。当省去了该单独苯塔时，所述来自烷基转移装置的稳定或气提塔因此包括在BT分离区54的定义中。烷基转移装置气提塔52也可以接收来自烯烃饱和区或烷基芳族物质异构化脱庚烷塔顶部的处理产物，其通常再循环返回至重整装置脱丁烷塔20。
如上面提到的，来自甲苯塔31底部的管线33中的二甲苯+富集料流被供至所述芳族物质联合装置的二甲苯回收区55。芳族物质联合装置的该区包括至少一个二甲苯塔39，并且一般还包括用于分离至少一种二甲苯异构体的工艺装置，所述二甲苯异构体一般是来自所述芳族物质联合装置的对二甲苯产物。优选地所述对二甲苯分离区43与异构化装置51联合操作以将残留的烷基芳族化合物异构化回复到含有对二甲苯的平衡或近似平衡混合物，其可以再次循环往复，从而以环路方式进一步回收。相应地，可与管线38中的循环料流混合以形成管线37中料流的管线33中的二甲苯+富集料流供入二甲苯塔39。二甲苯塔39设计成使管线40中的进料重新运行至对二甲苯分离区43，直到C9烷基芳族物质(A9)的浓度降低到非常低的水平。A9化合物可以在对二甲苯分离区43的解吸循环回路中逐渐累积，从而更加有效地在二甲苯塔39的上游除去这种物料。来自二甲苯塔39的管线40中的塔顶进料流被直接供入对二甲苯分离区43。
来自二甲苯塔39的较低部分的物料通过管线41以富含C9和C10烷基芳族物质的料流形式取出，其随后供至烷基转移区36用以制备附加的二甲苯和苯。在所述二甲苯塔(省去了重质芳族物质塔)上作为侧线料流采出的管线41中的料流实际上通过金属稳定的烷基转移作用催化剂而启动。进行严格分离以使得焦炭前体(如甲基茚满或萘)从所述料流中分离出来的单独的塔不再是必须的，因为所述金属稳定的烷基转移作用催化剂可以处理它们。任何残留的C11+物料通过管线42从二甲苯塔39底部排出。另一个实施方案是正好将整个二甲苯塔底部料流供至烷基转移装置而不是将所述侧线料流供至那里。
作为选择，如果将在所述联合装置中生产邻二甲苯，那么所述二甲苯塔设计以分离间二甲苯和邻二甲苯，并将目标量的邻二甲苯供至该塔底。所述二甲苯塔底部料流被供至邻二甲苯塔(未示出)，在那里从顶部回收高纯度的邻二甲苯制品。来自所述邻二甲苯塔较低部分的物料以富含C9和C10烷基芳族物质的料流形式取出，然后被供至所述烷基转移装置。任何残留的C11+物料从所述邻二甲苯塔的底部排出。
对二甲苯分离区43可以基于分级结晶工艺或吸附分离工艺，这两者是本领域熟知的，并优选基于吸附分离工艺。所述吸附分离可以以高单程回收率在管线44中回收超过99wt％的纯对二甲苯。所述分离装置进料中的任何残留甲苯与对二甲苯一起提取，在该装置中的精制塔中分离出来，然后可选择地再循环至所述烷基转移装置气提塔52中。因此，来自对二甲苯分离区43的提余液几乎完全除去对二甲苯至通常小于1wt％的水平。所述提余液通过管线45供至烷基芳族物质异构化装置51，在那里通过重新建立二甲苯异构体的平衡分布或近似平衡分布而产生附加的对二甲苯。根据所用的异构化催化剂类型，任何在对二甲苯分离装置的提余液中的乙苯被转化成附加的二甲苯或者通过脱烷基化转化成苯。
在烷基芳族物质异构化装置51中，管线45中的提余液流在异构化条件下与异构化催化剂接触。该异构化催化剂一般由分子筛组分、金属组分和无机氧化物组分组成。根据对苯的总体需求，所述分子筛组分的选择可以控制在乙苯异构化和乙苯脱烷基化之间的催化剂性能。因此，所述分子筛可以是沸石硅铝酸盐或非沸石分子筛。所述沸石硅铝酸盐(或沸石)组分一般为pentasil沸石、β-沸石或丝光沸石，所述pentasil沸石包括根据IUPAC委员会沸石命名法的MFI、MEL、MTW、MTT和FER等结构。根据“Atlas of Zeolite Structure Types”(Butterworth-Heineman，波士顿，马萨诸塞州，第三版，1992年出版)，非沸石分子筛一般是AEL结构类型中的一种或多种、特别是SAPO-11，或者ATO结构类型中的一种或多种、特别是MAPSO-31。所述金属组分一般是贵金属组分，并可以包括除了所述贵金属之外或者代替所述贵金属的非必要的贱金属改性剂组分。所述贵金属是铂系金属，其选自铂、钯、铑、钌、锇和铱。所述贱金属选自铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物。所述贱金属可以与另外的贱金属或贵金属组合。在所述异构化催化剂中合适的金属量为0.01～10wt％，优选为0.1～3wt％。所述催化剂中合适的沸石量为1～99wt％，优选为10～90wt％，更优选为25～75wt％。所述催化剂的余量由无机氧化物粘合剂、一般为氧化铝组成。在US 4,899,012A中公开了一种用于本发明的异构化催化剂，其教导的内容通过引用并入本文。
典型的异构化条件包括0℃～600℃的温度和大气压～50kg/cm3的压力。相对于催化剂的量，所述原料的液体时烃空速率为0.1～30hr-1。所述烃与催化剂在混有管线46中的含有气态氢气的料流(氢气/烃摩尔比为0.5∶1～15∶1或更大、优选0.5～10)下进行接触。如果异构化采用液相条件，那么该装置中不需要加入氢气。
来自异构化装置51的排出物通过管线47供至脱庚烷塔48。对来自脱庚烷塔48的管线49中的底部料流进行处理以除去烯烃，如果必要，在烯烃饱和装置50中采用上文所述的烯烃饱和方法处理。另一种选择是将所述烯烃饱和装置50放在异构化装置51之后，并使用脱庚烷塔48除去残留的氢气。如果异构化装置51中使用的催化剂是乙苯脱烷基化类型的，那么根本不需要进行烯烃饱和反应。
管线49中的脱庚烷塔底部料流经烯烃处理后通过管线38再循环返回到二甲苯塔39。通过这种方式，所有的C8芳族物质在所述联合装置的二甲苯回收区中连续循环，直到它们作为对二甲苯、苯或非必要的邻二甲苯排出所述芳族物质联合装置。脱庚烷塔的顶部料流通常通过管线18再循环回到所述重整装置脱丁烷塔中以回收残留的苯。作为选择，将所述顶部液体再循环回到烷基转移装置气提塔52中。
相应地，本发明的芳族物质联合装置显示出优异的经济效益。这些改进导致芳族物质联合装置在内部生产区曲线成本(battery limits curvecost)方面的节约和投资这种联合装置的回报的提高。
权利要求
1.一种用于从催化重整物料流生产苯和对二甲苯的方法，其包括下列步骤a)可选择地向第一烯烃饱和区提供所述重整物料流，其中所述料流在烯烃饱和作用条件下与烯烃饱和催化剂接触以产生处理过烯烃的重整物料流；b)将所述重整物料流与至少部分烷基转移产物料流合并以形成混合料流；c)在苯-甲苯分离区中分离步骤(b)的混合料流以产生苯富集料流、甲苯富集料流和二甲苯+富集料流；d)将所述苯富集料流供至萃取蒸馏区以产生提余液料流和从该方法作为产物料流回收的苯制品；e)将所述甲苯富集料流与来自二甲苯塔的富含C9和C10烷基芳族物质的料流合并；f)将步骤(e)中的合并料流供至烷基转移区，其中所述料流在烷基转移作用条件下与金属稳定的烷基转移作用催化剂接触以产生步骤(b)的烷基转移产物料流；g)在二甲苯分离区中分离步骤(c)的二甲苯+富集料流以产生顶部的二甲苯料流和步骤(e)的来自二甲苯塔的富含C9和C10烷基芳族物质的料流；和h)将所述项部的二甲苯料流供至对二甲苯分离区，其中对二甲苯浓缩成作为所述方法的产物料流回收的对二甲苯富集制品料流。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述重整物料流由石脑油原料通过下列方式制得向加氢处理区提供石脑油原料流，并在加氢处理条件下将所述原料与加氢处理催化剂接触以产生加氢处理的石脑油料流；将加氢处理的石脑油料流供至重整区，并在重整条件下将其与重整催化剂接触以产生包含芳族组分和轻端烃的催化重整物料流；该催化重整物料流与烷基转移气提塔顶部的液体料流合并，并在脱丁烷塔分离区中分离所述合并料流，产生从该方法除去的轻端烃产物料流和作为所述重整物料流的脱丁烷的芳族物质料流；烷基转移气提塔底部料流提供所述混合料流中的至少部分烷基转移区产物料流；在烷基转移气提塔分离区中分离所述烷基转移产物料流，以产生烷基转移气提塔顶部液体料流和烷基转移气提塔底部料流；所述二甲苯+富集料流与脱庚烷塔底部料流合并，在所述二甲苯分离区中分离所述合并料流，其附加地产生从该方法中除去的富含C11烷基芳族物质的底部料流；将所述顶部的二甲苯分离塔料流供至所述对二甲苯分离区，其附加地产生含有间二甲苯的对二甲苯分离区的排出料流；将对二甲苯分离区的排出料流供至二甲苯异构化区，并在异构化条件下将其与异构化催化剂接触以产生异构化产物；在包括至少一个脱庚烷塔和非必要的至少一个烯烃饱和区的脱庚烷塔分离区中分离所述异构化产物；和所述脱庚烷塔分离区产生所述脱庚烷塔底部料流。
3.如权利要求2所述的工艺，其中所述脱庚烷塔区附加地产生顶部液体料流，所述催化重整物料流和所述烷基转移气提塔顶部液体料流与来自所述脱庚烷塔的顶部液体料流合并。
4.如权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述烯烃饱和催化剂包含镍或铂系组分和无机氧化物组分，其中所述烯烃饱和作用条件包括20℃～200℃的温度、5～70kg/cm2的压力和1∶1～5∶1的氢气/烯烃的化学计量比。
5.如权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述金属稳定的烷基转移作用催化剂包含沸石组分、金属组分和无机氧化物组分，其中所述金属组分优选选自铂、钯、铑、钌、锇、铱、铼、锡、锗、铅、钴、镍、铟、镓、锌、铀、镝、铊及其混合物，所述选定的金属类组分优选为铼。
6.如权利要求5所述的方法，其中所述沸石组分选自pentasil沸石、β-沸石、丝光沸石或其混合物，其中所述沸石组分优选为丝光沸石，更优选所述无机氧化物组分为氧化铝。
7.如权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述烷基转移作用条件包括200℃～540℃的温度、1～60kg/cm2的压力和0.1～20hr-1的液体时空速率。
8.如权利要求2或3所述的方法，其中所述加氢处理催化剂包含氧化钴或氧化镍组分、氧化钼或氧化钨组分和无机氧化物载体组分，其中所述加氢处理条件包括1.0～5.0hr-1的液体时空速率、50～135Nm3/m3的氢气/石脑油原料比和10～35kg/cm2的压力。
9.如权利要求2或3所述的方法，其中所述重整条件包括1.0～5.0hr-1的液体时空速率、1～10摩尔氢气/摩尔石脑油的氢气/烃比和2.5～35kg/cm2的压力。
10.如权利要求2或3所述的方法，其中所述脱丁烷分离区包括至少一个稳定塔和至少一个烯烃饱和区，并且优选地所述烯烃饱和区包含镍和氧化铝催化剂。
11.如权利要求2或3所述的方法，其中所述异构化催化剂包含分子筛组分、金属组分和无机氧化物组分，并且其中所述异构化条件包括0℃～600℃的温度、大气压～50kg/cm3的压力和0.1～30hr-1的液体时烃空速率。
全文摘要
使得烷基转移工艺能够处理C
文档编号C10G69/08GK1726271SQ200380106530
公开日2006年1月25日 申请日期2003年12月19日 优先权日2002年12月19日
发明者G·F·马埃尔, D·A·哈姆 申请人:环球油品公司