NO130278B - - Google Patents

Description

Fremgangsmåte og apparatur til katalytisk cracking av hydrokarboner.

Foreliggende oppfinnelse angår katalytisk cracking av hydrokarboner. Spesielt angår foreliggende oppfinnelse fluidisert katalytisk cracking av frisk gassolje og nafta med et lavt oktantall, og med et kokeområde fra 37,8 til 232,2°C.

Bensin blandes ofte av råstoffer, inkludert nafta, hvor oktantallet er øket ved katalytisk omforming. Både rå og crackede råstoffer kan forbedres ved omformingsprosesser. Katalytiske om-formere benyttes vanligvis for å frembringe den ønskede oktanfor-bedring med minst mulig omforming av bensin til mettede butaner og lettere stoffer.

Bensinblandingsbehovet dekkes på flere måter: isobutaner og -butener mates f.eks. til alkyleringsenhetene og lette olefiner polymeriseres for å frembringe høyoktan-blandingskomponenter mens den karalytiske cracking av gassolje forsterker tilførselen av nafta samtidig som den frembringer ekstra tilmatningsstoffer for alkylering og polymeriseringsenhetene. Selv om hydrocracking frembringer ekstra mengder bensinblandingsnafta, har den tunge nafta fra hydrocrackingen ofte et relativt lavt oktantall.

I den senere tid har innføringen av zeolittcrackingskatalysatorer bevirket en betydelig forbedring ved den katalytiske crackingsprosess. Når de benyttes ved cracking av gassoljen i eksi-sterende enheter for katalytisk cracking har disse høyt aktive katalysatorer bevirket øket ytelse og forbedret produktkvalitet. I tillegg er katalytiske crackingsapparaturer, slik som beskrevet i US patent nr. 3.433-733 og US patent nr. 3.448.037 utviklet spesielt til bruk med disse forbedrede katalysatorer. Disse apparaturer arbeider etter prinsippet "stigerørscracking", hvor tiimatningsråstoffene crackes i langstrakte reaksjonssoner eller stigerør som slutter i en konisk reaktor som inneholder en tett katalysatorfase og en fortynnet katalysatorfase. En blanding av zeolittkatalysator og gassolje passerer gjennom stigerøret under crackingsbetingelser som er tilpasset det spesielle tiimatningsråstoff og det ønskede produkt. Etter gjen-nomgang gjennom stigerøret kan ytterligere cracking av råstoffet oppnås hvis nødvendig, i den fluidiserte tette fase av katalysatoren i reaktoren.

Selv om zeolittkatalysatorene «/'--er utbyttet av nafta med høy kvalitet, er utbyttene av de lettere hydrokarboner vesentlig lavere enn ved den katalytiske cracking med amorfe siliciumoksydalu-miniumoksydkatalysatorer. I fremtiden vil derfor tilførselen av isobutan, propylen og buten til alkylatfremstilling og tilførselen av disse og andre lette hydrokarboner til polymerisering og petrokjemisk produksjon synke kontinuerlig. En prosess som kan forbedre nafta til bruk i bensin-fremstilling og som kan tilføre ekstra mengder av C£| og lettere. hydrokarboner er meget ønskelig.

Nafta er vanskeligere å cracke enn gassolje og til nå er det kun oppnådd begrenset .suksess ved katalytisk cracking av nafta. Vanlige crackingskatalysatorer, slik som siliciumoksydaluminiumoksyd, viste relativt lav selektivitet og aktivitet når de ble benyttet til å cracke nafta, noe som resulterte i dannelsen av relativt store mengder gass og koks samtidig som det ga små mengder ønskede olefiner og aromater. US patent jir. 3-284.341 besJcriver en fremgangsmåte til den katalytiske cracking av nafta med en siliciumoksydaluminiumoksydkatalysator, hvor det fremstilles vesentlige mengder olefiner og aromater ved å holde romhastigheten over omkring 4,5, trykket mellom 0 og 1,4 kg/cm manometertrykk og reaksjonstemperaturen på mellom 537 ,8 og 648,9°C.

De nye zeolittcrackingskatalysatorer har en utstrakt bruk ved gassoljecrackingsprosesser, men deres brukbarhet for omforming av nafta må fremdeles utforskes. US patent nr. 3.247.098 beskriver at hydrogenmordenit, et krystallinsk aluminiumsilikat, er en ekstremt aktiv katalysator for omdanning av lett nafta til lettere komponenter samtidig som oktantallet i den resulterende nafta forbedres. Brukbar-heten av mordenitaluminiumsilikater som crackingskatalysator for nafta ble funnet å være overraskende i lys av den ineffektiviteten en mag-nesiumfaujasitkatalysator viser ved naftacracking. Magnesiumfaujasit var kjent som en meget effektiv gassoljecrackingskatalysator. Ut-viklingen av fremgangsmåter som på en vellykket måte kan benyttes for cracking av nafta og gassolje, og som vil være selektiv for fremstil-lingen av lette hydrokarboner såvel som forskjellige naftatyper med øket oktantall, er meget ønskelige.

Foreliggende oppfinnelse er rettet mot den katalytiske cracking av gassoljer som koker i området fra omkring 221,1 til 565,6°C og forskjellige naftaer som koker i området fra omkring 37,8 til 232 ,2°C i den hensikt å fremstille vesentlige mengder nafta med et oktantall som ligger betydelig høyere enn det til lavoktannaftaråstoffet, og som gir vesentlige mengder lettere hydrokarboner som kan tjene som råstoff for alkylat- og petrokjemisk produksjon. En fluidisert katalytisk crackingsenhet med flere stigerør som benytter zeolittcrackingskatalysatorer er funnet å være spesielt brukbar til den katalytiske cracking av slike råstoffstrømmer. Naftaen og gassoljen crackes katalytisk i separate crackingssoner under betingelser som er spesielt tilpasset det spesielle råstoff. I tillegg kan et helt kokeområde eller en tung naftafraksjon fjernes fra reaktoravløpet for tilbakeføring til crackingssonen for frisk nafta, og en sirkulerende gassolje kan også fjernes fra reaktoravløpet for tilførsel til crackingssonen for frisk nafta eller til en separat (tredje) crackingssone for å bevirke maksimal ut-

vinning av nafta og lettere råstoffer med forbedret produktkvalitet.

En crackingssone kan være begrenset til en langstrakt reaksjonssone, også kalt et stigerør, eller en kombinasjon av en langstrakt reaksjonssone og den tette katalysatorfase i reaksjonskaret.

Foreliggende oppfinnelse vil lettere forståes ved refer-ense til fig. 1 som viser et flytdiagram av en foretrukket utførelses-form av fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse, og til fig. 2 som viser en apparatur for å gjennomføre en foretrukket utfør-elsesform av foreliggende oppfinnelse.

Det er funnet at oktantallet til en lavoktannafta vesentlig kan forbedres ved å cracke den katalytisk i en fluidisert katalytisk crackingsenhet ved å bruke langstrakte reaksjonssoner, heretter kalt stigerør, hvor lavoktannafta tilføres et av stigerørene og frisk gassolje tilføres et andre stigerør. Driftsbetingelsene innen de forskjellige stigerør velges slik at det oppnås optimalt produktutbytte og produktkvalitet for hver av de individuelle strømmer. Generelt sagt angår foreliggende fremgangsmåte en fremgangsmåte for katalytisk cracking av nafta og gassolje med en zeolittcrackingskatalysator i en fluidisert katalytisk crackingsenhet som omfatter en reaktor, en regenerator og flere langstrakte reaksjonssoner, hvor nevnte reaktor inneholder en tett fase og en fortynnet fase av nevnte katalysator,

og hvor nevnte langstrakte reaksjonssoner slutter ved nevnte reaktor, og hvor fremgangsmåten omfatter:

(a) føring av en naftastrøm og en zeolittcrackingskatalysator gjennom en første langstrakt reaksjonssone under naftacrackingsbeting-elser, (b) føring av en gassolje og en zeolittc^ackingskatjlysator gjennom en andre langstrakt reaksjonssone under gassoljecrackingsbe-tingelser, (c) uttømming av avløpet fra første og andre reaksjonssone til en katalysatorfase i nevnte reaktor, hvor nevnte avløp omfatter dampformige reaksjonsblandinger og katalysatorer, og (d) utvinning av en fraksjon som koker i området fra 37,8 til 232 ,2°C med et oktantall høyere enn det til nevnte naftastrøm og en fraksj.on som koker under 37,8°C fra den dampformige reaksjonsblanding

i en fortynnet fase av katalysatorer i nevnte reaktor.

Katalysatorfasen til hvilken avløpet fra et spesielt stige-rør føres, kan enten være den tette katalysatorfase eller den fortynnede katalysatorfas-e i reaktoren, noe som fører til flere eventuelle utfør-elsesformer med forskjellige kombinasjoner av stigerørscracking og tettfasecracking, dvs. sjiktcracking.

I den enkleste utførelsesformen begrenses både crackingen av nafta og av gassolje til stigerørene ved uttømming av avløpet fra begge stigerørene til den fortynnede fase av katalysatoren i reaktorbeholderen. I dette tilfelle benyttes reaktorbeholderen som en fri-gjøringssone hvor det inntrer liten eller ingen cracking.

I en annen utførelsesform underkastes gassoljen ytterligere cracking i den tette katalysatorfase. Dette oppnås ved å føre

avløpet fra naftastigerøret til den fortynnede katalysatorfase og av-løpet fra gassoo.jestigerøret til den tette katalysatorfase, hvor den dampformige reaks j ona.. _anding fra gassolj estigerøret passerer gjennom den tette katalysatorfase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av fra 5 til 30 volum-/?, og støtes ut til den fortynnede katalysatorfase.

I en ytterligere utførelsesform, underkastes gassoljen kun stigerørcracking mens nafta crackes både i stigerøret og i den tette katalysatorfase. Avløpet fra gassoljestigerøret tømmes direkte ut i den fortynnede katalysatorfase i reaktorbeholderen mens avløpet fra naftastigerøret tømmes ut i den tette katalysatorfase, den dampformige reaksjonsblanding fra naftastigerøret passerer gjennom denne tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ekstra omdanning av fra 5 til 30 volum-?3 og tømmes ut i den fortynnede katalysatorfase.

I en annen utførelsesform underkastes både gassoljen og nafta stigerørscracking og sjiktcracking ved uttømming av avløpet fra begge stigerør til den tette katalysatorfase. Den dampformige reaksjonsblanding passerer gjennom den tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ekstra omdanning i hver strøm på fra 5 til 30 volum-$ og uttømmes så til den fortynnede fase.

I en annen serie av utførelsesformer utvinnes en sirkulasjonsgassolje fra avløpet fra den katalytiske crackingsenhet, og føres til enheten hvor den underkastes en stigerørscracking i en tredje langstrakt reaksjonssone og sjiktcracking i den tette katalysatorfase i reaktoren. Denne utførelsesform medfører følgende ekstra trinn som eventuelt kan føyes til et hvert av de ovenfor nevnte fire utførelses-former:

(e) utvinning av en hydrokarbonfraksjbn som koker over omkring 260°C, fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, (f) føring_av nevnte fraksjon fra trinn (e) og en zeolitt-crackingskatalysator gjennom en tredje forlenget reaksjonssone under betingelser for cracking av sirkulasjonsgassolje, og (g) uttømming av avløpet fra nevnte tredje forlengede reaksjonssone til en tett katalysatorfase i nevnte reaktor, hvor nevnte avløp omfatter dampformig reaksjonsblanding og katalysator, og hvor nevnte dampformige reaksjonsblanding fra nevnte tredje langstrakte reaksjonssone passerer gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ekstra omdanning av fra 5 til 30 volum-?, og tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

I ytterligere en annen serie utførelsesformer kan sirkulasjonsgassolje gjenvinnes fra avløpet fra den katalytiske crackingsenhet og føres tilbake til naftastigerøret hvor den sammen med nafta underkastes både stigerørs- og sjiktcracking. Dette vil tillate ytterligere to eventuelle utførelsesformer hvor frisk gassolje underkastes stige-rørscracking alene eller en kombinasjon av stigerørs- og sjiktcracking.

En annen gruppe eventuelle utførelsesformer medfører bruk av en resirkuleringsnaftastrøm. En naftafraksjon som enten kan være nafta fra hele området, dvs. med et kokeområde fra 37>8 til 232,2°C eller en tung nafta, dvs. med et kokeområde fra 121,1 til 232,2°C, kan fjernes fra reaktoravløpet og føres tilbake for tilførsel til nafta-stigerøret hvor den kombineres med den friske nafta og underkastes både stigerørs- og sjiktcracking. Frisk gassolje tilføres et separat stige-rør. I denne to-stigerørsutførelsesform ur -kastes den friske nafta og den resirkulerte nafta både stigerørs- og sjik cracking. Med frisk gassolje som underkastes enten stigerørscracking alene eller stigerørs-og sjiktcracking, er ytterligere to utførelsesformer mulige. De følg-ende ekstra trinn som angår naftaresirkuleringen tilføyes : (j) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker mellom 37,8 og 232,2°C fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, og

(k) tilføring av fraksjonen fra trinn (j) til den første langstrakte reaksjonssone, noe som bevirker omdanning av nevnte fraksjon.

Ytterligere to eventuelle utførelsesformer medfører to resirkuleringsstrømmer, nemlig sirkuleringsgassolje og resirkulerings-naf ta, og bruken av tre stigerør. Begge resirkuleringsstrømmer gjenvinnes fra reaktoravløpet slik som forklart ovenfor i beskrivelsen av de andre utførelsesformer. Ved denne tre-stigerørsutførelse kombineres den resirkulerte nafta med frisk nafta, og de kombinerte strømmer føres gjennom naftastigerøret og underkastes både stigerørs- og sjiktcracking. Sirkuleringsgassoljen tilføres sitt eget stigerør og crackes både i stigerøret og i katalysatorsjiktet i reaktoren. Den friske gassolje passerer gjennom et tredje stigerør og underkastes stigerørscracking kun i en utførelsesform eller både stigerørscracking og sjiktcracking i den andre.

I henhold til foreliggende oppfinnelse inneholder de friske tilmåtningsråstoiTer for denne fremgangsmåte både nafta og gassolje. Naftatilmatningsråstoix ene inneholder hydrokarboner som koker i området fra omkring 37,8 til 232,2°C og omfatter mange raffineristrømmer med lav økonomisk verdi som kan forbedres ved hjelp av fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse. Brukbare naftatilmatningsrå-stoffer er vanligvis høyt parafiniske og inneholder slike lette hydro-karbonf raks j oner som lavoktannafta, aromatiske oppløsningsmiddelekstrak-sjonsraffinater, termisk cracket nafta, koksnafta og lavoktannafta fra hydrogencrackingsprosesser. På grunn av disse naftatilmatningsstrøm-mers temperaturbestandighet må de underkastes kraftigere betingelser enn den friske gassoljetilmatning hvis det skal oppnås merkbar omdanning

Gassoljetilmatningen i foreliggende fremgangsmåte inneholder petroleumråstoffer som koker i området fra 221,1 til 565}6°C og inneholder tung atmosfærisk gassolje, lette og tunge vakuumgassoljer, gassolje fra forkoksningsprosesser, "visbreaking" gassolje,'deasfalt-ert gassolje, dekarbonisert gassolje, hydrogenbehandlet gassolje, hydrogencracket gassolje og oppløsningsmiddelekstrahert gassolje.

Alle disse råstoffer er petroleumråstoffer hvis behandling tidligere ikke har omfattet fluidisert katalytisk cracking.

Produkter fra fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse omfatter naftaer med forbedrede oktantall og hydrokarboner som koker under startkokepunktet for naftaråstoffet, og som vil finne spesiell nytte som råstoffer for petrokjemisk og bensinproduksjon.

Katalysatoren som benyttes i henhold til foreliggende oppfinnelse er en crackingskatalysator av zeolitt-typen, f.eks. slike katalysatorer hvor et krystallinsk aluminiumsilikat er dispergert i en silisiumholdig natrise. Blant de foretrukne zeolitter som med hell kan benyttes i katalysatoren som benyttes ved fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse, er de som er kjent som zeolitt X og zeolitt Y,

omfattende både de naturlig forekommende og de syntetiske varianter.

På grunn av deres ekstremt høye aktivitet, er disse zeolitt-stoffer blandet med et stoff med vesentlig lavere nivå for katalytisk aktivitet, en siliciumholdig matrise som kan være av den syntetiske, halvsyn-tetiske eller naturlige typen. Stoffene kan omfatte siliciumoksydaluminiumoksyd, silikagel, siliciumoksydberylliumoksyd, silisiumoksydmag-nesiumoksyd, siliciumoksydtoriumoksyd eller siliciumoksydzirkoniumoksyd som tidligere med hell er benyttet. Vanligvis inneholder denne sammen-satte krystallinske zeolittkatalysator omkring 1 til 50 vekt-? zeolitt, omkring 5 til 50 vekt-? aluminiumoksyd og resten siliciumoksyd. Det krystallinske aluminiumoksydsilisiumoksyd i katalysatorsammensetningen er et naturlig eller syntetisk krystallinsk alkalimetall-aluminiumsilikat som er behandlet for å erstatte alt eller i det minste en vesentlig del av de opprinnelige alkalimetallioner med andre ioner slik som hydrogen og/eller et metall eller en kombinasjon av metaller slik som barium, kalsium, magnesium, mangan og sjeldne jordarter, f.eks. cerium, lantan, neodym, praseodym, samarium og yttrium. De krystallinske zeolitter som er nevnt ovenfor kan representeres ved formelen:

<M>2/n° <:> A12°3 : Si02 : y H2°

hvor M står for hydrogen eller et metall, n hetyr dets valens, x har en verdi i området fra 2 til 10 og y har en verdi i området fra 0 til 10, og hvor y i de hydratiserte zeolitter i det vesentlige vil være 0. I foreliggende oppfinnelse er de foretrukne krystallinske zeolitter enten naturlig eller syntetisk zeolitt X eller zeolitt Y. Ved meget foretrukne utførelsesformer velges fra gruppen hydrogen, kalsium, magnesium og sjeldne jordarter.

For fagmannen vil det lett være tydelig at det katalytiske crackingsutstyr som'vanligvis benyttes i petroleumindustrien og som omfatter bruken av "stigerørscracking" kan benyttes til å gjennomføre noen utførelsesformer av foreliggende oppfinnelse. En spesiell foretrukket appratur er den som er beskrevet i US patent nr. 3•433-733, hvor tilmatningsråstoffene crackes i to langstrakte reaksjonssoner eller "stigerør" som slutter i et konisk reaksjonskammer i hvilket ytterligere tettsjiktscracking kan inntre. Et stigerør passerer gjennom den skrånende vegg av reaktoren som slutter i en nedadrettet ut-løpsåpning, mens det andre stigerør går gjennom bunnen av reaktoren og munner oppover inn i reaktoren. Crackingsapparaturen omfatter en strippeseksjon under det fluidiserte sjikt hvori medrevne og adsorberte hydrokarboner fjernes fra katalysatoren ved.hjelp av damp etter hvert som katalysatoren passerer fra reaktoren til regenereringsbeholderen. På samme måte som ved utstyr for fluidisert katalytisk cracking, bringes katalysatoren i kontakt med en oksygenholdig gass i regeneratoren for å bevirke forbrenning av i det minste en del av deri avleirede koks. Den regenererte katalysator føres deretter tilbake igjen til bunnen av stigerørene på det punkt hvor råstoffene tilføres. Ved tilførsel av frisk gassolje til et stigerør og sirkulasjonsgassolje til det andre, ér det mulig å drive de individuelle stigerør under betingelser som er spesielt tilpasset for å oppnå den ønskede cracking av det spesi-eller råstoff som passerer gjennom. Den totale virkning er selvfølge-lig å oppnå optima± ytelse for både den fluidiserte katalytiske crackingsenhet og zeolittcrackingskatalysatoren som benyttes.

De utførelsesformer av foreliggende oppfinenlse som krever to stigerør kan benyttes f.eks. i den apparatur som er beskrevet i US patent nr. 3.433-733 og som er nevnt ovenfor. Hvis utførelsesformene nødvendiggjør bruken av tre stigerør, kan det benyttes en apparatur slik som den som er beskrevet i fig. 2, og som representerer en forbedring overfor den ovenfor nevnte apparatur. Generelt kan denne forbedrede utførelsesform beskrives som følger: Apparaturen for fluidisert katalytisk cracking omfatter: (a) et reaksjonskammer med en konisk del med større diameter i den øvre del enn i den nedre del,

(b) et strippekammer,

(c) et regenereringskammer,

(d) flere stigerørsforbindelser som fører gjennom veggene i nevnte reaktorkammer og som åpner seg i nevnte reaktorkammer, (e) innretning for damptilførsel til den lavere del av reaktorkammeret,

(f) innretning for å trekke av damp fra strippekammeret,

(g) innretning for å trekke av gassformige produkter og damp fra den øvre del av reaktorkammeret, (h) innretning for å trekke av faststoffer fra den lavere del av reaktorkammeret og for å tømme disse ut i strippekammeret, (i) innretning for damptilførsel til den lavere del av strippekammeret , (j) innretning for å trekke av faststoffer fra den lavere del av strippekammeret og å bringe disse til regenereringskammeret, (k) innretning for tilførsel av forbrenningsgass til den lavere del av regenereringskammeret, (1) innretning for å trekke av røykgass fra den øvre del av regenereringskammeret, (m) innretning for å trekke av regenerert katalysator fra regenereringskammeret og å bringe denne til inntaket for stigerørs-forbindelsene, og (n) innretning for tilførsel av oljeråstoff til inntaket av nevnte stigerørsforbindelser, og karakteriseres ved: (1) et første stigerør som passerer gjennom en vegg i reaktorkammeret med åpning inn i reaktorkammeret, (2) et andre stigerør som passerer gjennom veggen i reaktorkammeret med åpning inn i reaktorkammeret på et punkt over åpningspunktet for det første stigerør, og (3) et tredje stigerør som passerer gjennom veggen i reaktorkammeret med åpning i reaktorkammeret på et punkt mellom åpningspunktene for det første og andre stigerør.

I en foretrukket utførelsesform kan det første stigerør passere gjennom bunnveggen av reaktorkammeret, det andre stigerøret gjennom sideveggen i reaktorkammeret og det tredje stigerør gjennom sideveggen i reaktorkammeret. I de andre foretrukne utførelsesformer kan det første stigerør slutte i reaktorkammeret i et oppadrettet ut-løp, det andre stigerør i et nedadrettet utløp og det tredje stigerør i et nedadrettet utløp. I naftastigerøret omfatter driftsbetingelsene en temperatur på fra 398,9 til 704,4°C, helst 482,2 til 537 ,S°C, ved en omdanning pr. omløp på fra 25 til 80 volum-?, helst 30 til 60 volum-?, og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund, helst 6,10

til 12,19 m/sekund. I stigerøret for den f?"'"ke gassolje omfatter driftsbetingelsene en temperatur på fra 448,9 til 393,3°C, he^st 476,7 til 537,8°C, en omdanning pr. omløp på fra 30 til 80 volum-?, helst 40 til 65 volum-?, og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund, helst 6,10 til 12,19 m/sekund. Hvis sirkulasjonsgassolje tilføres et tredje stigerør omfatter driftsbetingelsene i dette stigerør.en temperatur på fra 426,7 til 493,3°C, helst 454,4 til-537,8°C, en omdanning pr. omløp på fra 20 til 70 volum-?, helst fra 30 til 50 volum-?, og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund, helst 6,10 til 12,19m/sekund. Hvis det benyttes cracking i den tette katalysatorfase, dvs. sjiktcracking, omfatter driftsbetingelsene i sjiktet en temperatur på fra 426,7 til 621,1°C, en omdanning på fra 5 til 30 volum-? og en damphastighet på fra 15,24 til 122 cm/sekund, helst 39,6 til 67,1 cm/sekund.

Foreliggende\nppfinnelse kan forståes fra den følgende detaljerte beskrivelse uncNer henvisning til fig. 1 som illustrerer en innretning ved hvilken fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse kan gjennomføres .\

I denne beskrivelse^benyttes det en foretrukket utførel-sesform med tre stigerør. Tung \^sirkulert nafta kombineres med frisk nafta og tilføres ett stigerør, fr\sk^gassolje mates til et annet stige-rør og sirkulasjonsgassolje til det\r\dje stigerøret. De kombinerte naftastrømmer og sirkulasjonsgassoljen underkastes både stigerørs- og sjiktcracking mens den friske gassolje kun\underkastes stigerørscrack-ing. Frisk nafta Tra forskjellige kilder, ikke vist, passerer gjennom rørledningen 10 og kon.blueres med en tung naftastrøm som passerer gjennom rørledningen 12. Den tunge nafta er en cracket strøm og gjenvinnes fra en ayløpsstrøm som beskrevet nedenfor. Disse kombinerte strømmer tilføres stigerøret 14 hvor de bringes i kontakt med varm, regenerert zeolittcrackingskatalysator fra standrøret 16. Den resulterende suspensjon av katalysator og naftadamp passerer opp gjennom stigerøret 14 til reaktoren 18. Reaktoren inneholder et katalysatorsjikt 20, kalt den te-te katalysatorfase, og et damprom 22 over kata-lysators j iktet som virker som et katalysatorfrigjøringsrom, heretter kalt den fortynnede katalysatorfase. Avløpet fra stigerøret 14 tømmes inn i den lavere del av reaktoren 18 og passerer opp gjennom den tette katalysatorfase av crackingskatalysatoren 20, noe som bevirker ytterligere omdanning av de kombinerte naftastrømmer.

En frisk gassoljestrøm tilføres gjennom rørledningen 24 til stigerøret 26, hvor den bringes i kontakt med regenerert zeolittcrackingskatalysator fra standrøret 28. Den resulterende suspensjon av katalysator i gassoljedamp passerer opp igjennom stigerøret 26 til reaktoren 18 og tømmes inn i den fortynnede katalysatorfase 22 hvor katalysatorpartiklene frigjøres fra dampreaksjonsblandingen og faller ned i katalysatorsjiktet 20.

En mellomliggende gassoljestrøm, oppnådd fra avløpet fra den katalytiske crackingsenhet slik som beskrevet nedenfor, passerer gjennom rørledningen 30 til stigerøret 32, hvor den bringes i kontakt med varm regenerert zeolitt-crackingskatalysator fra standrøret 34.

Den resulterende suspensjon av katalysator i sirkulasjonsgassoljedamp passerer opp gjennom stigerøret 32 til reaktoren 18 hvor den tømmes

inn i den tette katalysatorfase 20-. Dampblandingen passerer oppover

gjennom katalysatorsjiktet, noe som bevirker ytterligere omdanning av sirkulasjonsgassoljen.

Crackede produkter frigjøres fra katalysatoren i den fortynnede katalysatorfase 22 over den tette katalysatorfase 20. Disse damper, sammen med medrevet katalysator, passerer gjennom syklonsepa-ratorer som ikke er vist, hvori katalysatoren .i det vesentlige separeres fra dampene og føres tilbake til katalysatorsjiktet. Avløpsgasser som inneholder crackede produkter føres gjennom rørledningen 36 til en fraksjoneringsseksjon 38 hvori dampblandingen separeres til forskjellige produkter. Disse produkter omfatter: (1) en strøm av C^ og lettere hydrokarboner som trekkes av gjennom rørledninger 40, (2) en lett naftasidestrøm som trekkes av gjennom rørledning-er 42, (3) en tung naftasidestrøm som utvinnes som produkt gjennom rørledningen 44 eller føres tilbake til tilmatningsledningen for frisk nafta gjennom rørledningen 12, (4) en gassoljesidestrøm som trekkes av gjennom rørledningen 46, (5) en mellomliggende gassolje som utvinnes gjennom rørled-ningen 30 som en sirkulasjonsgassoljestrøm og som føres tilbake som tilmatning til den katalytiske crackingsenhet, og (6) et tungt gassoljebunnprodukt som utvinnes gjennom rørled-ning 48.

Katalysator trekkes av fra bunnen av reaktoren gjennom spejeldene 50 og 52 og føres gjennom strippe0 ~>en 54 med avbøynings-platene 56. Damp tilføres til en lavere del av stripperen 54 for å fjerne adsorberte og medrevne hydrokarboner fra katalysatoren etter hvert som denne passerer gjennom stripperen. En strippet katalysator trekkes av fra bunnen av strippesonen gjennom standrøret for brukt katalysator 58, og tømmes inn i regeneratoren 60.. Katalysatoren dan-ner et tett sjikt inne i regeneratoren 60 og regenereres i denne ved å bringes i kontakt med luft for å fjerne karbon fra katalysatorover-flaten. Regenerert katalysator trekkes av fra bunnen av regeneratoren 60 gjennom standrørene 16, 28 og 34 for tilførsel av den varme regenererte katalysator til stigerørene 14, 26 og 32 slik som foran beskrevet.

.Fremgangsmåten som er.beskrevet ovenfor og vist i fig. 1, kan gjennomføres i den apparatur som er vist i fig. 2. De merkede

henvisningstall i fig. 2 har den samme betydning som de tilsvarende ikke merkede henvi-sningstall i fig. 1. Ekstra henvisningstall er benyttet i fig. 2 for å vise deler av apparaturen som ikke er vist i detalj i fig. 1.

Tilmatningsråstoffene frisk nafta og resirkulert nafta, sirkuleringsgassolje og frisk gas-solje blir i rørledningene 10' , 30', og 24' tilført til stigerørene 14', 32' og 26', hvor de bringes i kontakt med zeolittcrackingskatalysatoren fra standrørene 16' og 34' og 28'. Blandingene av olje og katalysator føres gjennom de respek-tive stigerør og uttømmes i reaktoren 18' hvor stigerørene 26' og 32' avsluttes i nedac^ettede utløp 19. Den takkede kant sørger for jevn strøm av avløpet fra xgerørene, spesielt når det tette sjiktnivå 21 befinner seg nær den nedadrettede del av et stigerør. Avløpene fra stigerørene 14' og 32' passer i retning oppover gjennon den tette sjiktfase i reaktoren 18', noe som bevirker ytterligere omdanning av sirkulasjonsgassolje og naftastrømmene. Det dampformige avløp fra stigerøret 26' tømmes inn i damprommet 22' (også kalt den fortynnede katalysatorfase). For fagmannen vil det være tydelig at ved å variere nivået 21 i den tette katalysatorfase, kan det oppnås flere kombinasjoner av stigerørscracking og sjiktcracking for råstoffene som passerer gjennom stigerørene 26' og 32'. Således vil, hvis det tette sjiktnivå 21 dekker utløpene av begge stigerørene 26' og 32', sirkula-sj onsgassolj en og den friske gassoljen bli stigerørscracket og sjiktcracket. Med katalysatornivået slik som vist ifig. 2, vil den friske gassolje kunne bli stigerørscracket mens sirkulasjonsgassoljen vil bli stigerørscracket og sjiktcracket. Ved å senke nivået under utløpet for stigerøret 32' vil sirkulasjonsgassoljen og den friske gassolje kun bli stigerørscracket. Ved alle disse tilfeller vil naftastrømmen underkastes både stigerørs- og sjiktcracking.

Katalysatorpartikler i dampene som passerer gjennom den fortynnede katalysatorfase 22' frigjøres fra dampene og faller tilbake til det tette katalysatorsjikt. Dampene og medreven katalysator passerer gjennom syklonen 35 hvor den medrevne katalysator separeres fra og føres til det tette sjikt 20' gjennom rørutslippet 37 og ven-tilen 39- En enkel syklon er vist for klarhetens skyld, men det vil være klart at flere sykloner kan benyttes i serie for å oppnå den

ønskede separering. Avløpsgasser føres fra syklonen 35 til overtrykkskammeret 41 hvorfra gassene slippes ut fra reaktoren gjennom rørled-

ning 43 til produkt-gjenvinning som ikke er vist, hvor omdanningspro-duktene gjenvinnes og separeres til .ønskede produkter over tilbake-føringsstrømmer, vanligvis ved destillasjon på i og for seg kjent måte.

Damp som tilføres dampringen 45 i den lavere del av reaktoren, stripper katalysatoren etter hvert som denne passerer nedover gjennom bunndelen av reaktoren gjennom spjeldene 50' og 52' til strippekammeret 54'. Strippekammeret 54' er utstyrt med avbøyningsplater 56' festet til veggen i stripperen 54' og stigerøret 14'. Etter hvert som katalysatoren strømmer nedover avbøyningsplatene, frigjør og fjern-er damp som tilføres gjennom dampringene 53 og 55, adsorberte og medrevne hydrokarbondamper som passerer opp gjennom stripperen og luftes ut gjennom stripperutluftningsrørledningen 57 og føres til damprommet 22' i reaktoren 18'.

Strippet katalysator trekkes av fra bunnen av strippings-kammeret 54' og føres gjennom rørledningen 58' og slippes inn i regeneratoren 60'. Luft som er tilført gjennom luftringen 62 på bunnen av regeneratoren 60' brenner av karbon fra overflaten av katalysatoren i det tette sjikt 64. Den resulterende røykgass strømmer opp og kom-mer inn i syklonen 70 hvor medreven katalysator separeres fra og føres tilbake til katalysatorsjiktet 64 gjennom røret 72. Røykgass strømmer fra syklonen til overtrykkskammeret 7 4 og gjennom røykgassrørledningen 76 til utlutningsinnretninger. Regenerert katalysator trekkes av fra bunnen av regeneratoren i mengder som reguleres ved spjeldene 80, 82 og 84 for tilførsel av varm regenerert katalysator til standrørene 28', 43' og 16<1> slik som beskrevet nedenfor.

Det følgende er et eksempel på ■-<*>ennomføring av foreliggende oppfinnelse samt dennes fordeler overfor alternativer kjent fra teknikkens stand. Det ble gjennomført en serie på fire forsøk med en fluidisert katalytisk crackingsenhet med to stigerør. Det ble benyttet' den samme zeolittholdige crackingskatalysator i alle forsøkene. Katalysatoren besto av en vektblanding av. en zeolittcrackingskatalysator og en amorf crackingskatalysator med høyt aluminiumoksydinnhold. Zeo-littkatalysatoren besto av 18 vekt-? av en zeolitt X i en silicium-oksydaluminiumoksydmatrise og hadde et innhold av sjeldne jordarter på omkring' 2,9 vekt-?. Den amorfe siliciumoksydaluminiumoksydkatalysator hadde et høyt innhold av aluminiumoksyd, et overflateareal på omkring 0,44 cm^/g. I hvert av forsøkene tjente frisk nafta og frisk gassolje som råstoffer. Egenskapene til naftaen, et tungt bensinrådestillat, er oppført i tabell I mens de til gassoljen er vist i tabell II.

x Atmosfærisk ekvivalente temperaturer.

I forsøkene 1 og 3 kombineres gassoljen og nafta i et forhold på 3:1 og tilføres ett enkelt stigerør. Begge forsøk foretas med en stigerørstemperatur på 49353°C. Forsøkene 1 og 3 er på alle måter like, bortsett fra at det i forsøk 3 .utvinnes en tung naftafraksjon fra reaktoravløpet, og denne føres tilbake til tilmatningsstige-røret. I forsøkene 2 og 4 som viser fremgangsmåten i henhold til foreliggende oppfinnelse, adskilles gassolje og nafta og tilføres separate stigerør. Begge forsøk gjennomføres med stigerørstemperaturer på 493,3°C. Avløpet fra naftastigerøret underkastes ekstra sjiktcracking ved 493,3°C for å oppnå øket omdanning av naftaen. Forsøk 2 benyttet ikke naftatilbakeføring, men i forsøk 4 trekkes tung nafta fra reaktor-avløpet og føres tilbake til naftastigerøret. Driftsdata og resultat-ene a\ disse forsøkene er vist i tabell III nedenfor.

Ved sammenligning av forsøk 1 med forsøk 2 ser man at

adskilt cracking, dvs. cracking av nafta og gassolje i separate stige-

rør, gir én betydelig forbedring i oktantallet i produktnaftaen •som oppnås uten tap i den totale nafta-(DB nafta + alkylat) produksjon.

Videre forårsaker tilbakeføring av tung nafta en betydelig økning i oktantallet i naftaen. Dette sees ved å sammenligne forsøk 1 med forsøk 3 (92,6 til 100,2) og forsøk 2 med forsøk 4 (93,4 til 100,2).

Sammenligning av forsøkene 3 og 4 viser at det ved bruk

av både '-':f ta-tilbakeføring og adskilt cracking kan oppnås et høyere utbytte av nafta med en gitt oktankvalitet. I tillegg er koksutbyttet og mengden av tilbakeført nafta betraktelig lavere i forsøk 4 enn i forsøk 3- Forsøkene 2 og 4 som beskriver foreliggende oppfinnelse viser tydelig fordelen ved disse forbedringer.

Claims (18)

1. Fremgangsmåte til katalytisk cracking av nafta og gass-

olje med en zeolittcrackingskatalysator i en fluidisert katalytisk crackingsenhet som omfatter en reaktor, en regenerator og flere langstrakte reaksjonssoner, hvor nevnte reaktor inneholder en tett fase og en fortynnet fase av nevnte katalysator og hvor nevnte langstrakte reaksjonssoner slutter ved nevnte reaktor, karakterisert ved at det (a) føres en naftastrøm og en zeolittcrackingskatalysator gjennom den første langstrakte reaksjonssone under betingelser for- cracking av nafta, (b) føres en gassolje og en zeolittcrackingskatalysator gjennom en andre langstrakt reaksjonssone under betingelser for cracking av gassolje, (c) avløpene fra nevnte første og andre reaksjonssone tømmes ut i en katalysatorfase i nevnte reaktor, hvilke avløp inneholder dampformig reaksjonsblanding og katalysator, og (d) det gjenvinnes en fraksjon som koker i området fra 37,8 til 232,2°C med et oktantall som er høyere enn nevnte naftastrøm, og en fraksjon som koker under 37,8°C fra den dampformige reaksjonsblanding i en fortynnet katalysatorfase i nevnte reaktor.

2. Fremgangsmåte i henhold til krav 1, karakterisert ved at betingelsene for naftacracking i trinn (a) omfatter en temperatur på 398,9 til 704,4°C, en omdanning på 25 til 80 volum-? og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund og at betingelsene for gassoljecracking i trinn (b) omfatter en temperatur på 448,9 til 593,3°C, en omdanning på 30 til 80 volum-? og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund.

3- Fremgangsmåte i henhold til kravene 1 eller 2, karakterisert ved at avløpene fra den første og andre langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

4. Fremgangsmåte i henhold til kravene 1 eller 2, karakterisert ved at avløpet fra den første langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase og at avløpet fra den andre langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en tett katalysatorfase, idet den dampformige reaksjonsblanding fra nevnte andre langstrakte reaksjonssone passerer gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av 5 til 50 volum-?, og tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

5. Fremgangsmåte i henhold til kravene 1 eller 2, karakterisert ved at avløpet fra den andre langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase og at avløpet fra den første langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en tett katalysatorfase, og at nevnte dampformige reaksjonsblanding fra nevnte første langstrakte reaksjonssone passerer gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av 5 til 30 volum-?, og tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

6. Fremgangsmåte i henhold til krav 1 eller 2, karakterisert ved at avløpene fra den første og andre langstrakte reaksjonssone tømmes ut i en tett katalysatorfase, hvor nevnte dampformige reaksjonsblandinger fra nevnte første og andre reaksjonssone passerer gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av 5 til 30 volum-?, og slippes ut i en fortynnet katalysatorfase.

7. Fremgangsmåte i henhold til kravene 3 eller 4, karakterisert ved følgende ytterligere trinn: (e) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker over omkring 260°C fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, (f) føring av nevnte fraksjon fra trinn (e) og en zeolitt-crackingskatalysator gjennom en tredje langstrakt reaksjonssone under crackingsbetingelser for sirkulasjonsgassolje og (g) uttømming av avløpet fra nevnte tredje langstrakte reaksjonssone i en tett katalysatorfase i nevnte reaktor, hvor nevnte avløp ■ omfatter dampformig reaksjonsblanding og katalysator, og hvor dampformig reaksjonsblanding fra nevnte tredje langstrakte reaksjonssone passerer gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av fra 5 til 30 volum-?, og tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

8. Fremgangsmåte i henhold til kravene 5 eller 6, k a - rak r i s e r t ved de følgende ytterligere trinn: (e) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker over omkring 260°C fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, (f) føring av nevnte fraksjon fra trinn (e) og en zeolitt-crackingskatalysator gjennom en tredje langstrakt reaksjonssone under betingelser for sirkulasjonsgassoljecracking og (g) uttømming av avløpet fra nevnte tredje langstrakte reaksjonssone til en tett katalysatorfase i nevnte reaktor, og hvor nevnte avløp omfatter dampformig reaksjonsblanding og katalysator, og hvor nevnte dampformige reaksjonsblanding fra nevnte tredje langstrakte reaksjonssone føres gjennom nevnte tette fase under katalytiske crackingsbetingelser, noe som bevirker en ytterligere omdanning av fra 5 til 30 volum-?, og tømmes ut i en fortynnet katalysatorfase.

9. Fremgangsmåte i henhold til kravene 5 eller 6, karakterisert ved de følgende ytterligere trinn: (h) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker over omkring 268°C fra den dampformigr reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, og (i) tilføring av fraksjonen fra trinn (h) til den første langstrakte reaksjonssone, noe som bevirker en omdanning av nevnte fraksjon i nevnte sone.

10. Fremgangsmåte i henhold til krav 5 eller 6, karakterisert ved følgende ytterligere trinn: (j) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker mellom 37,8 og 232,2°C fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, og (k) føring av fraksjonen fra trinn (j) til den første langstrakte reaksjonssone, noe som bevirker omdanning av nevnte fraksjon i nevnte sone.

11. Fremgangsmåte i henhold til krav 8, karakterisert ved følgende ytterligere trinn: (j) utvinning av en hydrokarbonfraksjon som koker mellom 37,8 og 232,2°C fra den dampformige reaksjonsblanding i den fortynnede katalysatorfase i nevnte reaktor, og (k) føring av fraksjonen fra trinn (j) til den første langstrakte reaksjonssone, noe som bevirker omdanning av nevnte fraksjon.

12. Fremgangsmåte i henhold til kravene 4, 5, 6, 9 eller 10, karakterisert ved at betingelsene for den katalytiske cracking i den tette fase omfatter en temperatur på fra 426,7 til 621,1°C og en damphastighet på 15,2 til 122 cm/sekund.

13. Fremgangsmåte i henhold til krav 7, 8 eller 11, karakterisert ved at crackingsbetingelsene for sirkulasjonsgassolje i trinn (f) omfatter en temperatur på 426,7 til 593,3°C, en omdanning på 20-70 volum-? og en damphastighet på 4,57 til 15,24 m/sekund og at betingelsene for katalytisk cracking i den tette fase omfatter en temperatur på fra 426,7 til 621,1°C og en damphastighet på 15,2 til 122 cm/sekund.

14. Apparatur til fluidisert katalytisk cracking i henhold til kravene 1-13, omfattende et reaktorkammer (18) med en konisk del med større diameter i den øvre del enn i den nedre del, et strippekammer (54), en regenerator (60), flere stigerør (14,26,32) som fører til og passerer gjennom veggene i nevnte reaktorkammer med åpning til nevnte reaktorkammer, innretning (45) for tilførsel av damp til den lavere del av reaksjonskammeret, innretning (57) for å trekke av damp fra strippekammeret, innretning (35) for å trekke av gassformige produkter og damp fra den øvre del av reaktoren, innretning (50',52') for å trekke av faststoffer fra den lavere del av reaktorkammeret (18) og for å føre disse til strippekammeret (54), innretning (53,55. "or til-førsel av damp til den lavere del av strippekammeret, innretning (58) for å trekke av faststoffer fra den lavere del av strippekammeret og for å føre disse til regeneratoren (60), innretning (62) for tilførsel av forbrenningsgass til den lavere del av regeneratorkammeret, innretning (70) for å trekke av røykgass fra den øvre del av regeneratorkammeret, innretning (16,28,34) for å trekke av regenerert katalysator fra regeneratorkammeret og for å føre denne til inntaket for stigerør-ene, og innretninger for tilførsel av oljeråstoff til inntaket for nevnte stigerør, karakterisert ved et første stigerør (14) som fører til og gjennom en vegg i reaktorkammeret (18) med åpning i reaktorkammeret, (2) et andre stigerør (26) som fører til og gjennom en vegg i reaktorkammeret (18) og med åpning i reaktorkammeret i et punkt over åpningspunktet for det første stigerør (14), og (3) et tredje stigerør (32) som fører til og gjennom en vegg i reaktorkammeret (18) med åpning i reaktorkammeret i et punkt mellom åpningspunktene for det første (14) og andre (26) stigerør.

15. Apparatur i henhold til krav 14, karakterisert ved at nevnte første stigerør (14) passerer gjennom bunnveggen i reaktorkammeret (18).

16. Apparatur i henhold til krav 14 eller 15, karakterisert ved at det andre (26) og/eller tredje (32) stige-rør passerer gjennom sideveggen i reaktorkammeret (18).

17- Apparatur i henhold til krav 14, 15 eller 16, karakterisert ved at det første stigerør (14) slutter i reaktorkammeret (l8) i et oppadrettet utløp.

18. Apparatur i henhold til kravene 14, 15, 16 eller 17, karakterisert ved at det andre (26) og/eller tredje (32) stigerør slutter i reaktorkammeret (18) i et nedadrettet utløp (19).