NO334807B1 - Fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor - Google Patents
Fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor Download PDFInfo
- Publication number
- NO334807B1 NO334807B1 NO20016317A NO20016317A NO334807B1 NO 334807 B1 NO334807 B1 NO 334807B1 NO 20016317 A NO20016317 A NO 20016317A NO 20016317 A NO20016317 A NO 20016317A NO 334807 B1 NO334807 B1 NO 334807B1
- Authority
- NO
- Norway
- Prior art keywords
- oil
- reactor
- catalyst
- gasoline
- zone
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 74
- 238000004523 catalytic cracking Methods 0.000 title claims abstract description 65
- 239000002283 diesel fuel Substances 0.000 title claims abstract description 60
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 title claims abstract description 18
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 title claims abstract description 18
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 title claims abstract description 16
- 239000002994 raw material Substances 0.000 title claims description 41
- 230000008569 process Effects 0.000 title abstract description 22
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 126
- 239000003502 gasoline Substances 0.000 claims abstract description 82
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 75
- 230000003197 catalytic effect Effects 0.000 claims abstract description 26
- 239000002002 slurry Substances 0.000 claims abstract description 22
- 239000000571 coke Substances 0.000 claims abstract description 11
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 claims abstract description 6
- 238000005336 cracking Methods 0.000 claims description 124
- 239000003921 oil Substances 0.000 claims description 103
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 claims description 78
- 239000000295 fuel oil Substances 0.000 claims description 49
- 238000004939 coking Methods 0.000 claims description 13
- 238000009835 boiling Methods 0.000 claims description 6
- 238000004517 catalytic hydrocracking Methods 0.000 claims description 5
- XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N water Substances O XLYOFNOQVPJJNP-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 5
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims description 3
- 239000002351 wastewater Substances 0.000 claims description 3
- 230000003134 recirculating effect Effects 0.000 claims description 2
- 230000001172 regenerating effect Effects 0.000 claims description 2
- 239000007789 gas Substances 0.000 abstract description 116
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 abstract description 24
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 15
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 12
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 abstract description 12
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 abstract description 12
- TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N octane Chemical compound CCCCCCCC TVMXDCGIABBOFY-UHFFFAOYSA-N 0.000 abstract description 6
- 239000000047 product Substances 0.000 description 31
- 239000010457 zeolite Substances 0.000 description 11
- 239000000376 reactant Substances 0.000 description 10
- 230000000052 comparative effect Effects 0.000 description 9
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 9
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 8
- 241000220317 Rosa Species 0.000 description 6
- 229910021536 Zeolite Inorganic materials 0.000 description 6
- HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N dioxosilane;oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Si]=O.O=[Al]O[Al]=O HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 230000002829 reductive effect Effects 0.000 description 6
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 6
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 5
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 4
- 238000007670 refining Methods 0.000 description 4
- 230000000630 rising effect Effects 0.000 description 4
- 230000009286 beneficial effect Effects 0.000 description 3
- 229910052751 metal Inorganic materials 0.000 description 3
- 239000002184 metal Substances 0.000 description 3
- 150000002739 metals Chemical class 0.000 description 3
- 241000196324 Embryophyta Species 0.000 description 2
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 2
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 2
- 230000007613 environmental effect Effects 0.000 description 2
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 2
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 2
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052761 rare earth metal Inorganic materials 0.000 description 2
- 150000002910 rare earth metals Chemical class 0.000 description 2
- 238000011144 upstream manufacturing Methods 0.000 description 2
- VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 1-Butene Chemical compound CCC=C VXNZUUAINFGPBY-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N Isobutene Chemical group CC(C)=C VQTUBCCKSQIDNK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000002253 acid Substances 0.000 description 1
- 230000002411 adverse Effects 0.000 description 1
- 239000011959 amorphous silica alumina Substances 0.000 description 1
- 230000033228 biological regulation Effects 0.000 description 1
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 1
- IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N butene Natural products CC=CC IAQRGUVFOMOMEM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000000470 constituent Substances 0.000 description 1
- 230000009849 deactivation Effects 0.000 description 1
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 1
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 1
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 description 1
- 230000002401 inhibitory effect Effects 0.000 description 1
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 1
- 230000000670 limiting effect Effects 0.000 description 1
- 239000000463 material Substances 0.000 description 1
- 239000011159 matrix material Substances 0.000 description 1
- 238000005259 measurement Methods 0.000 description 1
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 1
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 1
- 238000002161 passivation Methods 0.000 description 1
- 239000003208 petroleum Substances 0.000 description 1
- 239000003209 petroleum derivative Substances 0.000 description 1
- 239000011148 porous material Substances 0.000 description 1
- 230000002265 prevention Effects 0.000 description 1
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 1
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 1
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 1
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 description 1
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 description 1
- VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N silicon dioxide Inorganic materials O=[Si]=O VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000000377 silicon dioxide Substances 0.000 description 1
- 239000007921 spray Substances 0.000 description 1
- 239000000126 substance Substances 0.000 description 1
- 238000005292 vacuum distillation Methods 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
- C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
Fremgangsmåte for katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer for samtidig å øke utbyttene av dieselolje og kondensert gass, ved å utføre den i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor, kjennetegnet ved at den omfatter: (a) bensinråstoff, et valgfritt pre-løftemedium, og en katalytisk krakkingskatalysator føres inn i bunnen av reaktoren og føres sammen i den nedre sonen av reaktoren for å produsere en olje-gass-blanding med mye kondenserte gasser; (b) den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren fra trinn (a) strømmer oppover og føres sammen i den øvre sonen av reaktoren med konvensjonell katalytisk krakkingsføde som er blitt ført inn, reaktoren fra minst to steder har forskjellige høyder høyere enn den nedre delen av reaktoren, for å produsere en olje-gass-blanding med mye dieselolje; (c) den resulterende olje-gass-blandingen fra trinn (b) går inn i et fraksjoneringssystem hvor den separeres til ønsket kondensert gass, bensin og dieseloljeprodukter, tungsyklusolje og oppslemming sirkuleres valgfritt tilbake til reaktoren; (d) den brukte katalysatoren kan føres via dampstripping og går inn i en regenerator og gjennomgår koksbrenning og sirkuleres deretter tilbake for ny anvendelse. Fremgangsmåten kan samtidig øke utbyttene av kondensert gass og dieselolje, redusere svovel- og olefininnholdene i bensinen og øke oktantallet. Den kan utføres i en eksisterende katalytisk krakkingsenhet som kan oppsettes på enkel måte.
Description
Den foreliggende oppfinnelsen angår en fremgangsmåte for katalytisk krakking av hydrokarbonoljer i fraværet av hydrogen, og spesielt angår den en fremgangsmåte for katalytisk krakking av petroleumshydrokarbonråstoffer i fraværet av hydrogen for samtidig å øke utbyttene av dieselolje og kondensert gass.
Kondensert gass er én av de viktige petrokjemiske produktene, idet lette olefiner er viktige kjemiske råmaterialer av høy kommersiell verdi. Dieselolje har høy varmeeffektivitet, og eksosgassen fra kjøretøyer som går på dieselolje inneholder mindre skadelige bestanddeler som gjør at den tilfredsstiller de stadig strengere bestemmelsene for miljøbeskyttelse over hele verden. Som følge av økningen i antallet kjøretøyer som går på dieselolje, er etterspørselen etter dieselolje følgelig også økende.
Dieselolje kommer hovedsakelig fra fraksjoner produsert ved den primære og sekundære foredlingen av råolje. I den primære foredlingen, dvs. den atmosfæriske destillasjonen og vakuumdestillasjonen, er utbyttet av dieselfraksjoner fra råolje fast, slik at produksjonskapasiteten ikke kan utnyttes. I den sekundære foredlingen er katalytisk krakking vanligvis valgt for å produsere dieselolje. Denne prosessen for katalytisk krakking som skisserer stor-volumbehandling og fleksible driftsforhold er viktig for å forbedre utbyttene av kondensert gass og dieselolje.
CN 1031834A beskriver en katalytisk krakkingsprosess for å produsere mere lette olefiner. Denne prosessen kan produsere store mengder av kondensert gass, men dens utbytte av dieselolje er relativt lav, generelt mindre enn 10 vekt%, og dessuten krever den en spesiell katalysator og foredlingsenhet.
CN 1085885A beskriver en fremgangsmåte for oppnåelse av høyere utbytter av kondensert gass og bensin under de følgende reaksjonsforholdene: en reaksjonstemperatur på 480-550 °C, et trykk på 130-350 kPa, en WHSV på 1-150 h1, et katalysator/olje forhold på 4-15, og et damp/hydrokarbonråstoff forhold på 0,05-0,12:1. Utbyttet av kondensert gass i reaksjonsproduktene er 30-40 vekt%, men det for dieselolje er sammenlignbart lavt.
CN 1160746A beskriver en katalytisk krakkingsprosess for å øke oktantallet av lavkvalitetsbensinfraksjoner, hvor en lavkvalitetsbensin innføres i en stigerørsreaktor via dens nedre del og reaksjonen utføres under følgende forholdene: en reaksjonstemperatur på 600-730 °C, en WHSV på 1-180 h'<1>, og et katalysator/olje forhold på 6-180, deretter oppnås hovedsakelig en høyoktanbensin. Råstoffene som anvendes i denne fremgangsmåten er lavkvalitetsbensiner, slik som destillasjonsbensin, koksbensin osv., og utbyttene av kondensert gass og dieselolje i reaksjonsproduktene er henholdsvis 24-39 vekt% og 0,5-2,3 vekt%.
US 3 784 463 beskriver en fremgangsmåte utført i et reaksjonssystem omfattende minst to stigerørsreaktorer, hvor en lavkvalitetsbensin innføres i én av stigerørs-reaktorene og hvor det skjer katalytiske krakkingsreaksjoner. Ved denne prosessen forbedres bensinoktantallet og utbyttet av kondensert gass. Imidlertid kan ikke denne fremgangsmåten gi høyere utbytte av dieselolje, og den krever at reaksjonsenheten skal bygges om ved tilføying av minst et annet stigerør.
US 5 846 403 beskriver en fremgangsmåte for rekrakking av katalytisk nafta for å oppnå et maksimalt utbytte av lette olefiner. Fremgangsmåten utføres i en stigerørs-reaktor omfattende to reaksjonssoner, nemlig en oppstrøms reaksjonssone i den nedre delen av reaktoren og en nedstrøms reaksjonssone i den øvre delen. I oppstrøms reaksjonssonen er råstoffet en lett katalytisk nafta (med et kokepunkt under 140 °C), og reaksjonsforholdene er: en olje-katalysator-kontakttemperatur på 620-775 °C, en olje- og gassoppholdstid på mindre enn 1,5 sek., et katalysator/olje forhold på 75-150, og andelen av damp utgjør 2-50 vekt% av vekten av nafta, mens i nedstrøms reaksjonssonen er råstoffet et konvensjonelt katalytisk krakkingsråstoff (med et kokepunkt på 220-575 °C), og reaksjonsforholdene er: en temperatur på 600-750 °C og en olje- og gassoppholdstid på mindre enn 20 sek. Sammenlignet med konvensjonell katalytisk krakking øker utbyttene av kondensert gass og lettsyklusolje (dvs. dieselolje) i denne prosessen med 0,97-1,21 prosentpunkter og 0,13-0,31 prosentpunkter.
CN 1 034 949 A beskriver en fremgangsmåte for omdannelse av petroleums-hydrokarboner hvor råstoffene etan, bensin, katalytisk krakkingsråstoff og syklusolje innføres etter hverandre oppover i en stigerørsreaktor via dens laveste del. Denne fremgangsmåten er hovedsakelig rettet mot fremstilling av lette olefiner, men totalutbyttet av bensin, dieselolje og kondensert gass synker.
EP 0 369 536 Al beskriver en fremgangsmåte for katalytisk krakking av hydrokarbonråstoff, hvor et hydrokarbonråstoff føres inn i den nedre delen av stigerørsreaktoren hvor hydrokarbonråstoffet blandes med nylig regenerert krakkingskatalysator, og en resirkuleringsandel av en lettflytende hydrokarbonstrøm tilføres i stigerørssonen ved et nivå over hydrokarbonråstofftilførselsnivået. Denne fremgangsmåten drives på en slik måte for produksjon av maksimale mengder av brenselolje, eller alternativt for produksjon av maksimale mengder av olefiner ved forskjellige forhold, men kan ikke øke utbyttene av dieselolje og olefiner samtidig.
US 4 422 925 beskriver en fremgangsmåte for fluidisert katalytisk krakking av hydrokarbonråstoff for fremstilling av gassholdige olefiner, som omfatter tilførsel av gassholdig C2- til C3-rikt råstoff inn i den nederste delen av stigerørsreaksjonssonen for å komme i kontakt med varm nylig regenerert katalysator og tilførsel av tungt hydrokarbonråstoff til en øvre seksjon av stigerøret, og innførsel av nafta eller gassolje i en seksjon mellom de nedre og øvre seksjonene i stigerøret. Denne fremgangsmåten kan produsere høyt utbytte av lette olefiner men
økningen av utbyttet av dieselolje er svært liten.
US 3 894 932 beskriver en fremgangsmåte for omdannelse av hydrokarboner som omfatter det å føre C3-C4gassholdig hydrokarbonfraksjon via en nedre del av et stigerør, innførsel av gassolje ved ett eller flere intervaller nedstrøms med innbyrdes avstand, og innførsel av C2-C4hydrokarbon eller isobutylen eller gassolje via den øvre delen av stigerøret. Denne fremgangsmåten er rettet mot fremstilling av aromater og isobutan men kan ikke øke utbyttene av dieselolje og kondensert gass samtidig.
En annen fremgangsmåte for å øke utbyttet av kondensert gass er ved tilsetning av en katalysatorpromotor til den katalytiske krakkingskatalysatoren. F.eks. beskriver US 4 309 280 en fremgangsmåte for tilsetning av en HZSM-5 zeolitt i en mengde på 0,01-1 vekt% av katalysatoren direkte inn i den katalytiske krakkingsenheten.
US 3 758 403 beskriver en katalysator omfattende ZSM-5 zeolitt og stor-pore zeolitt (f.eks. Y-typen og X-typen) (i et forhold på 1:10-3:1) som aktive komponenter, for dermed å øke utbyttet av kondensert gass og bensinoktantallet med en stor margin, mens utbyttene av propan og buten økes med ca. 10 vekt%. Videre beskriver CN 1 004 878 B, US 4 980 053 og CN 1 043 520 A katalysatorer omfattende blandinger av ZSM-5 zeolitt og Y-type zeolitt som aktive komponenter, som fører til bemerkelsesverdige økninger i utbyttet av kondensert gass. Imidlertid anvendes denne type fremgangsmåter hovedsakelig for å øke utbyttet av kondensert gass ved hjelp av modifisering av katalysatorene, mens økningen i utbyttet av dieselolje er mindre.
De ovennevnte patenterte fremgangsmåtene kan bare øke utbyttet av kondensert gass, men kan ikke øke utbyttet av diesel samtidig, eller hvis noe, er utbyttet av dieselolje ubetydelig. Dessuten krever noen av de ovennevnte patenterte fremgangsmåtene spesielle katalysatorer eller reaksjonsenheter, eller de eksisterende enhetene bør i stor grad være utbedret for å tilfredsstille deres spesifikke krav.
Hensikten med den foreliggende oppfinnelsen er å tilveiebringe en katalytisk krakkingsprosess for å øke utbyttene av dieselolje og kondensert gass samtidig på basisen av teknikkens stand.
Den foreliggende oppfinnelsen angår en fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor,
karakterisert vedat fremgangsmåten omfatter de følgende trinnene:
(a) føre bensinråstoffer, et valgfritt pre-løftemedium og en katalytisk krakkingskatalysator inn i reaktoren via bunnen av reaktoren og føre de sammen i den nedre
sonen av reaktoren for å produsere en kondensert gass-rik olje-gass-blanding; der
- nevnte bensinråstoffer i trinn (a) er en destillatolje som har et kokepunkts område på 30 °C-210 °C der minst én er valgt fra destillasjonsbensin, katalytisk bensin og koksbensin, eller blandinger derav, - reaksjonstemperaturen i trinn (a) er 500 °C-700 °C, reaksjonstrykket er i området på fra atmosfærisk trykk til 300 KPa, oppholdstiden er 0,1-3,0 sek., -vektforholdet mellom katalysator og bensinråstoff er 10-150, og temperaturen i den regenererte katalysatoren er 600 °C-750 °C,
- nevnte pre-løftemedium er tørr gass eller damp, og
- vektforholdet mellom pre-løftemediumet og bensinråstoffet er 0-0,1:1; (b) lede den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren fra trinn (a) til å strømmer- oppover og føres sammen, i den øvre sonen over den nedre sonen av reaktoren, med konvensjonell katalytisk krakkingsføde som har gått inn i reaktoren fra minst to steder som har forskjellige høyder høyere enn den nedre sonen av reaktoren, hvor - nevnte katalytiske krakkingsføde er valgt fra destillasjonsgassolje, koksgassolje, avasfaltert olje, hydrogenraffinert olje, hydrokrakkingsrestolje, vakuumrest og atmosfærisk rest, eller blandinger derav; (c) føre den resulterende olje-gass-blandingen fra trinn (b) inn i et fraksjoneringssystem hvor den separeres til ønsket kondensert gass, bensin og dieseloljeprodukter, tungsyklusolje og oppslemming, hvor -tungsyklusoljen og oppslemmingen delvis eller fullstendig valgfritt sirkuleres tilbake til reaktoren; (d) regenerere den brukte katalysatoren ved å passerer- den via dampstripping inn i en regenerator for å gjennomgår-koksbrenning og deretter sirkulere den tilbake for ny anvendelse.
Den vedlagte tegning er et skjematisk diagram av en stigerørsreaktor som illustrerer strømmen av den katalytiske krakkingsprosessen skaffet ved den foreliggende oppfinnelsen for økning av utbyttene av dieselolje og kondensert gass samtidig. Delene av stigerørsreaktoren er vist ved tallhenvisninger i tegningen som følger: Tallhenvisningene 1, 2, 9, 10, 11, 13, 14, 15, 16, 17, 18 og 19 er for rørledningene; 3 for stigerørsreaktoren, hvor I er for bensinkrakkingssonen, II for tungoljekrakkingssonen, III for lettoljekrakkingssonen, og IV for termineringsreaksjonssonen; 4 for utskillerseksjonen; 5 for dampstripper; 6 for skrått rør (brukt katalysator); 7 for regenerator; 8 for skrått rør (regenerert katalysator); og 12 for fraksjoneringssystem.
Spesielt angår den foreliggende oppfinnelsen en fremgangsmåte for katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer for samtidig å gi høyere utbytter av dieselolje og kondensert gass, ved å utføre fremgangsmåten i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor, hvor reaktoren omfatter en bensinkrakkingssone, en tungoljekrakkingssone, en lettoljekrakkingssone og valgfritt en termineringsreaksjonssone, hvor fremgangsmåten omfatter de følgende trinnene: (a) bensinråstoff og valgfritt et pre-løftemedium innføres i bensinkrakkingssonen i reaktoren, føres sammen med en katalytisk krakkingskatalysator for å produsere en olje-gass-blanding, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i tungoljekrakkingssonen; (b) konvensjonell katalytisk krakkingsføde alene, eller blandet med oppslemming og/eller tung syklusolje, føres inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, føres sammen med olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren som stiger fra bensinkrakkingssonen for å produsere en olje-gass-blanding, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i lettoljekrakkingssonen; (c) konvensjonell katalytisk krakkingsføde alene, eller blandet med oppslemming og/eller tungsyklusolje, føres inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, føres sammen med olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren som stiger fra tungoljekrakkingssonen for å produsere en olje-gass-blanding, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i en valgfri termineringsreaksjonssone; (d) et reaksjonstermineringsmedium innføres valgfritt i reaktoren via bunnen av termineringsreaksjonssonen for å terminere reaksjonen, hvorfra den resulterende olje-gass-blandingen og katalysatoren strømmer oppover til en utskillerseksjon for separasjon; og (e) reaksjonsproduktene separeres i fraksjonerings systemet for å oppnå ønsket kondensert gass, bensin og dieseloljeprodukter, og den brukte katalysatoren kan passere via dampstripping og deretter gå inn i en regenerator og gjennomgå koksbrenning, og deretter sirkuleres tilbake for ny anvendelse.
Blant disse er bensinråstoffet anvendt i bensinkrakkingssonen en destillatolje med et kokepunkt på 30-210 °C valgt fra destillasjonsbensin, katalytisk bensin og koksbensin, eller blandinger derav, fortrinnsvis en katalytisk bensinfraksjon med d<+>~205 °C; og den kan også være en snever fraksjon av bensin på et visst trinn, slik som det som har et kokepunkt på 90-140 °C eller 110-210 °C. Bensinråstoffet kan være fraksjoner oppnådd fra den foreliggende reaksjonsenheten eller fra andre kilder. Pre-løftemediumet er en tørr gass eller damp. Vektforholdet mellom pre-løftemedium og bensinråstoff er i området på 0-5:1.
I bensinkrakkingssonen er reaksjonstemperaturen ca. 500-700 °C, fortrinnsvis ca. 620-680 °C; reaksjonstrykket er fra atmosfærisk trykk til 300 kPa, fortrinnsvis ca. 100-230 kPa; oppholdstiden er ca. 0,1-3,0 sek., fortrinnsvis ca. 0,2-1,5 sek.; vektforholdet mellom katalysator og bensinråstoff er ca. 10-150, fortrinnsvis ca.
20-80; vektforholdet mellom bensinråstoff og konvensjonell katalytisk krakkingsføde er ca. 0,02-0,50:1, fortrinnsvis ca. 0,1-0,3:1; og den regenererte katalysatoren har en temperatur på ca. 600-750 °C, fortrinnsvis ca. 660-710 °C.
Bensinråstoffet kan være innført fra bunnen av bensinkrakkingssonen eller via sprøytedyser anordnet rundt bensinkrakkingssonen, hvor bensinråstoffet krakkes for å danne en kondensert gass og samtidig reduseres svovel- og olefininnholdene i bensinen mens bensinoktantallet økes. Når varm katalysator kommer i kontakt med bensinråstoffet, reduseres dens temperatur og samtidig avsettes et spor av koks på katalysatoren, og reduserer følgelig aktiviteten til katalysatoren og passiviserer metallene båret derpå, som er fordelaktig for økning av utbyttet av dieselolje. Når katalysatoren i denne tilstanden kommer i kontakt med de konvensjonelle katalytiske krakkingsfødene i tungoljekrakkingssonen og lettoljekrakkingssonen, produseres mer dieselolje. Den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren fra bensinkrakkingssonen går direkte inn i tungoljekrakkingssonen.
De konvensjonelle katalytiske krakkingsfødene anvendt i tungoljekrakkingssonen og lettoljekrakkingssonen er valgt minst én fra destillasjonsgassoljer, koksgassoljer, avasfalterte oljer, hydrogenraffinerte oljer, hydrokrakkingsrestoljer, vakuumrester og atmosfæriske rester, eller blandinger derav. Den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden anvendt i trinn (b) og (c) kan være like eller forskjellige. En del av ca. 20-95 vekt% av den konvensjonelle konvensjonelle krakkingsføden alene, eller blandet med oppslemming og/eller tungsyklusolje, føres inn i tungoljekrakkingssonen; og en del av ca. 5-80 vekt% av den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden alene, eller blandet med oppslemming og/eller tungsyklusolje, føres inn i lettoljekrakkingssonen.
Funksjonen med tungoljekrakkingssone er å kontrollere krakkingsreaksjonen av bensinråstoff, å øke nivået av tungoljekrakkingsintensitet og for å sikre omdannelsen av tungoljefraksjoner for slik å øke utbyttet av dieselolje fra råstoffet i tungoljekrakkingssonen og forbedre råstoffets selektivitet til dieselolje i lettoljekrakkingssonen. I tungoljekrakkingssonen er vektforholdet mellom katalysator og råstoff ca. 5-20, fortrinnsvis ca. 7-15; oppholdstiden for olje-gass-blanding er ca. 0,1-2 sek., fortrinnsvis ca. 0,3-1,0 sek.; og reaksjonstrykket er fra atmosfærisk trykk til 300 kPa, fortrinnsvis ca. 100-230 kPa. Andelen av råstoff som skal foredles i tungoljekrakkingssonen er relativt tyngre og vanskeligere å krakke.
Funksjonen med lettoljekrakkingssone er å utføre krakking av den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden i denne sonen under en omgivelse dannet via de kontrollerende prosessene av bensinkrakkingssonen og tungoljekrakkingssonen, som er fordelaktig for forbedring av råstoffets selektivitet til dieselolje i tungoljekrakkingssonen og lettoljekrakkingssonen. I lettoljekrakkingssonen er vektforholdet mellom katalysator og råstoff ca. 3-15, fortrinnsvis ca. 5-10; oppholdstiden for olje- gass-blanding er ca. 0,1-6 sek., fortrinnsvis ca. 0,3-3 sek.; og reaksjonstrykket er fra atmosfærisk trykk til 300 kPa, fortrinnsvis ca. 100-230 kPa. Andelen av råstoff som skal foredles i lettoljekrakkingssonen er relativt lettere og enklere å krakke.
Rekrakkingen av tungsyklusolje og oppslemming er for å omdanne ureagerte fraksjoner av dem til verdifulle lettoljeprodukter.
En termineringsreaksjonssone kan være anordnet etter lettoljekrakkingssonen. Funksjonen med termineringsreaksjonssonen er å redusere sekundær krakking av lettoljer fra tungoljekrakkingssonen og lettoljekrakkingssonen, å øke utbyttet av dieselolje og å kontrollere omdannelsesgraden av de katalytiske råstoffene som en helhet. Reaksjonstermineringsmediumet er valgt minst én fra spillvann, bløtgjort vann, resirkuleringsolje, tungoljefraksjoner, koksgassoljer, avasfalterte oljer, destillasjonsgassoljer og hydrokrakkingsrestoljer, eller blandinger derav. Avhengig av type reaksjon er det anvendte termineringsmediumet og driftsparametrene i tungoljekrakkingssonen og lettoljekrakkingssonen, spesielt den for lettoljekrakkingssonen, vektforholdet mellom reaksjonstermineringsmedium og konvensjonell katalytisk krakkingsføde ca. 0-30 vekt%. Kontrollert ved mengden av injisert termineringsmedium er temperaturen i reaksjonstermineringssonen i området på ca. 470-550 °C, og materialoppholdstiden er ca. 0,2-3,0 sek.
Katalysatoren som er anvendelig i fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen kan være én omfattende minst en aktiv komponent valgt fra Y-type eller HY-type zeolitter med eller uten sjeldne jordartsmetaller, ultra-stabile Y-type zeolitter med eller uten sjeldne jordartsmetaller, zeolitter av ZSM-5 serier, eller høy-silika zeolitter med pentatonisk ringstruktur og P-zeolitter, eller blandinger derav, og kan også være en amorf silika-alumina-katalysator. I korte trekk kan alle de katalytiske krakkingskatalysatorene anvendes i fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen.
Stigerørsreaktoren eller den fluidiserte-sjiktreaktoren omfattende en bensinkrakkingssone, en tungoljekrakkingssone, en lettoljekrakkingssone og en terminerings-reaksjonssone har en total høyde på 10-50 m, hvor høydene av sonene står for henholdsvis 2-20 %, 2-40 %, 2-60 % og 0-40 %; nærmere bestemt er høyden av hver av de fire sonene bestemt i henhold til de spesifikke driftsparametrene påkrevd i hver reaksjonssone.
Fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen kan utføres i konvensjonelle katalytiske krakkingsreaktorer. Imidlertid, siden bensinkrakkingssonen i visse eksisterende katalytiske krakkingsenheter er for lange, må den arrangeres på nytt, f.eks. må fødeinnløpet i bensinkrakkingssonen bli arrangert ved en høyere lokalisering. Den foreliggende fremgangsmåten kan også utføres i reaktorer med en bensinkrakkingssone av forskjellige strukturer.
Fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen er ytterligere illustrert med henvisning til den vedlagte tegningen (eksemplifisert med stigerørsreaktor).
Flytskjemaet viser den katalytiske krakkingsprosessen for høyere utbytter av både dieselolje og kondensert gass, men formen og dimensjonene av stigerørsreaktoren er ikke begrenset til det som er vist i det skjematiske diagrammet, men er derimot bestemt ved de spesifikke driftsforholdene.
Flytskjemaet av fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen er som følger: Et bensinråstoff og et pre-løftemedium fra rørledninger henholdsvis 1 og 2 føres inn i et forhåndsbestemt forhold i stigerørsreaktoren 3 via et sted ved en høyde på 0-80 % av bensinkrakkingssonen I, som bringes sammen med en katalysator, som er en ny en eller en regenerert en, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i tungoljekrakkingssonen II; en andel av konvensjonell katalytisk krakkingsføde alene fra rørledningen 13, eller blandet med en resirkuleringsoppslemming fra rørledningen 16 og/eller tungsyklusolje fra rørledningen 17 føres inn i reaktoren via rørledningen 13 via bunnen av tungoljekrakkingssonen II, bringer reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren som stiger fra bensinkrakkingssonen sammen, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i lettoljekrakkingssonen III; en annen andel av konvensjonell katalytisk krakkingsføde alene fra rørledningen 14 eller blandet med en resirkuleringsoppslemming fra rørledningen 16 og 18 og/eller en tungsyklusolje fra rørledningen 17 og 19, føres inn i reaktoren via rørledningen 14 via bunnen av lettoljekrakkingssonen, bringer reaktant olje-gass-blandingen og katalysator som stiger fra tungoljekrakkingssonen sammen, og deretter stiger den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og går inn i terminerings-reaksjonssonen IV; valgfritt, føres et reaksjonstermineringsmedium fra rørledningen 15 inn i reaktoren via bunnen av termineringsreaksjonssonen IV, hvorfra reaktant olje-gass-blandingen og brukt katalysator strømmer inn i utskillerseksjonen 4 med eller uten en kompaktfluidisert sjiktreaktor, og deretter går olje-gass-blandingen og dampen via rørledning 11 inn i fraksjoneringssystemet 12 og separeres til tørr gass, kondensert gass, bensin, dieselolje, tungsyklusolje og oppslemming, og deretter kan oppslemmingen sirkuleres tilbake til tungoljekrakkingssonen via rørledninger 17 og 13 i rekkefølge, eller til lettoljekrakkingssonen via rørledningen 16, 18 og 14 i rekkefølge; og tungsyklusoljen kan sirkuleres tilbake til tungoljekrakkingssonen via rørledninger 17 og 13 i rekkefølge, eller til lettoljekrakkingssonen via rørledninger 17, 19 og 14 i rekkefølge. Den brukte katalysatoren går inn i dampstripperen 5 for dampstripping, og går deretter inn i regeneratoren 7 via den skrå rørledningen 6 for å gjennomgå koksbrenning og regenerering i nærværet av luft; luften innføres i regeneratoren 7 via rørledning 9, avgassen føres ut derfra via rørledning 10, og den varme regenererte katalysatoren sirkuleres tilbake til bunnen av bensinkrakkingssonen av stigerørsreaktoren for ny anvendelse.
Fordelene med den foreliggende oppfinnelsen fremkommer i de følgende punktene: 1. Fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen kan utføres i en eksisterende konvensjonell katalytisk krakkingsenhet uten behov for storskala-ombygging, og som heller ikke krever spesiell katalysator, mens utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes med en stor margin; 2.1 bensinkrakkingssonen, når bensinråstoffet og den varme katalysatoren føres sammen, vil et spor av koks avsatt på katalysatoren føre til passivisering av metallene båret på katalysatoren, og følgelig reduseres de uheldige effektene av metallene på produktfordeling. Siden en stor andel av sterke syresteder på zeolitten og matriksen er dekket av spor av koks, er dette fordelaktig for inhibering av koksdannelsestendens under krakking av konvensjonell katalytisk krakkingsføde samt for forbedring av selektiviteten til dieselolje; 3. Med hensyn til andelen av relativt lette fraksjoner i råstoffet som lett kan krakkes, kan driftsmålingene ved lavere temperatur med mindre omfattende reaksjonsintensitet, kortere kontaktkrakking og forhindring av sekundær krakking effektivt forbedre selektiviteten til dieselolje; 4. Da svovel inneholdt i bensinråstoffet hovedsakelig er fordelt i de tunge komponentene, skjer reaksjonen i bensinkrakkingssonen i stigerørsreaktoren for selektivt å krakke de tunge komponentene deri, og således kan svovelinnholdet reduseres betraktelig; 5.1 fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen kan bensinråstoffet injisert i reaktoren fullstendig eller delvis erstatte pre-løftedampen, og som fører til redusert energiforbruk av reaksjonsenheten og spillvannet utført derfra, slik at dette er fordelaktig for miljøbeskyttelse samt for reduksjon av hydrotermisk katalysatordeaktivering; og 6. Bensinoktantallet kan opprettholdes ved et høyere nivå eller økes, mens olefiner i bensin kan reduseres.
Eksempler
Fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen er ytterligere illustrert ved de følgende ikke-begrensende eksemplene.
Egenskapene av råstoffene og katalysatorene som anvendes i eksemplene er vist i tabeller henholdsvis 1 og 2. Den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden som anvendes var vakuumgassolje blandet med 17 vekt%, 18 vekt% av vakuumrester, og bensinråstoffene var de katalytiske bensinene dannet i reaksjonsenheten. Katalysatorer A og B var produkter fra SINOPECs «Qilu Catalysts Plant», og katalysator C var et produkt fra CNPCs «Lanzhou Catalysts Plant».
Eksempel 1
Dette eksemplet ble utført for å demonstrere at utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes samtidig ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen. Fremgangsmåten ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor.
Den totale høyden av reaktoren var 10 m, mens høydene av bensinkrakkingssonen, tungoljekrakkingssonen, lettoljekrakkingssonen og termineringsreaksjonssonen var henholdsvis 1 m, 2 m, 5 m og 2 m.
Pre-løftedampen og den katalytiske bensinen (som har en RON og MON på henholdsvis 92,4 og 79,1 og et olefininnhold på 47,5 vekt%) i et vektforhold på 0,05:1 ble ført inn i reaktoren via et sted med en høyde på 40 % av høyden av bensinkrakkingssonen, ført sammen med katalysator A, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i tungoljekrakkingssonen; en andel av 65 vekt% av råstoff A og 100 vekt% av tungsyklusolje ble ført inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren fra bensinkrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i lettoljekrakkingssonen; en andel på 35 vekt% av råstoff A ble ført inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysator fra tungoljekrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i termineringsreaksjonssonen; bløtgjort vann i en mengde på 5 vekt% av råstoff A ble ført inn i reaktoren via bunnen av terminerings-reaksjonssonen; deretter strømmet den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren til separasjonssystemet; deretter ble reaksjonsproduktene separert, og den brukte katalysatoren, som passerer gjennom dampstripping, gikk inn i regeneratoren og, etter koksbrenning, ble den regenererte katalysatoren sirkulert tilbake for ny anvendelse. Vektforholdet mellom katalytisk bensin og råstoff A var 0,20:1.
Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 3, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass er 16,34 vekt%, og utbyttet av dieselolje er 27,81 vekt%. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 4, hvor det kan ses at bensinproduktene har RON og MON på henholdsvis 93,2 og 80,5, et olefininnhold på 37,8 vekt% og et svovelinnhold på 760 ppm.
Sammenligningseksempel 1
Dette sammenligningseksemplet ble utført for å demonstrere utbyttene av kondensert gass og dieselolje oppnådd fra et konvensjonelt katalytisk råstoff i en konvensjonell ikke-seksjonell katalytisk krakkingsstigerørsreaktor. Fremgangsmåten ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor med en total høyde på 10 m.
Råstoffet og katalysatoren anvendt i dette sammenligningseksemplet var den samme respektivt som de anvendt i eksempel 1. Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 3, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass bare er 13,23 vekt%, 3,11 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 1; og utbyttet av dieselolje er bare 25,72 vekt%, 1,79 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 1. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 4, hvor det kan ses at bensinproduktene har en RON og MON på henholdsvis 92,4 og 79,1, et olefininnhold på 47,5 vekt% og et svovelinnhold på 870 ppm.
Eksempel 2
Dette eksemplet ble utført for å demonstrere at utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes samtidig ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen. Fremgangsmåten ble utført i den samme reaktoren som den anvendt i eksempel 1.
Pre-løftedampen og den katalytiske bensinen (med en RON og MON på henholdsvis 92,6 og 79,4 og et olefininnhold på 46,1 vekt%) i et vektforhold på 0,10:1 ble ført inn i reaktoren på et sted ved en høyde på 60 % av høyden av bensinkrakkingssonen, ført sammen med katalysator B, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i tungoljekrakkingssonen; en andel på 40 vekt% av råstoff A og av oppslemmingen og tungsyklusoljen ble ført inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren fra bensinkrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i lettoljekrakkingssonen; en andel på 60 vekt% av råstoff A og av resirkuleringstung-syklusoljen ble ført inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren fra tungoljekrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i termineringsreaksjonssonen; bløtgjort vann i en mengde på 10 vekt% av råstoff A ble ført inn i reaktoren via bunnen av terminerings-reaksjonssonen; deretter strømmet den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren til separasjonssystemet; deretter ble reaksjonsproduktene separert, og den brukte katalysatoren, som passerer via dampstripping, gikk inn i regeneratoren og, etter koksbrenning, ble den regenererte katalysatoren sirkulert tilbake for ny anvendelse. Vektforholdet mellom katalytisk bensinråstoff og råstoff A var 0,08:1.
Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 5, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass er 16,68 vekt%, og utbyttet av dieselolje er 27,56 vekt%. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 6, hvor det kan ses at bensinproduktene har RON og MON på henholdsvis 92,8 og 80,2, et olefininnhold på 43,4 vekt% og et svovelinnhold på 601 ppm.
Sammenligningseksempel 2
Dette sammenligningseksemplet ble utført for å demonstrere utbyttene av kondensert gass og dieselolje oppnådd fra et konvensjonelt katalytisk råstoff i en konvensjonell ikke-seksjonell katalytisk krakkingsstigerørsreaktor. Prosessen ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor med en total høyde på 10 m.
Råstoffet og katalysatoren anvendt i dette sammenligningseksemplet var den samme respektivt som den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden og katalysatoren anvendt i eksempel 2. Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 5, hvor det kan ses at, i fraværet av et bensinråstoff, utbyttet av kondensert gass bare er 15,23 vekt%, 1,36 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 2; og utbyttet av dieselolje er bare 25,79 vekt%, 1,77 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 2. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 6, hvor det kan ses at bensinproduktene har en RON og MON på henholdsvis 92,6 og 79,4, et olefininnhold på 46,1 vekt% og et svovelinnhold på 850 ppm.
Eksempel 3
Dette eksemplet ble utført for å demonstrere at utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes samtidig ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen. Fremgangsmåten ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor, det samme som det anvendt i eksempel 1.
Pre-løftedampen og den katalytiske bensinen (med en RON og MON på henholdsvis 92,6 og 79,4 og et olefininnhold på 46,1 vekt%) i et vektforhold på 0,06:1 ble ført inn i reaktoren via et sted med en høyde på 40 % av høyden av bensinkrakkingssonen, ført sammen med katalysatoren B, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i tungoljekrakkingssonen; et råstoff A på 75 vekt% og all resirkuleringsoppslemmingen ble ført inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, ført sammen med olje-gass-blandingen og katalysatoren fra bensinkrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i lettoljekrakkingssonen; et råstoff A på 25 vekt% og all resirkuleringstungsyklusolje ble ført inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, ført sammen med olje-gass-blandingen og katalysatoren fra tungoljekrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i termineringsreaksjonssonen; bløtgjort vann i en mengde på 5 vekt% av råstoff A ble ført inn i reaktoren via bunnen av termineringsreaksjonssonen; deretter strømmet den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren til separasjonssystemet; deretter ble reaksjonsproduktene separert, og den brukte katalysatoren, som passerer via dampstripping, gikk inn i regeneratoren og, etter koksbrenning, ble den regenererte katalysatoren sirkulert tilbake for ny anvendelse. Vektforholdet mellom katalytisk bensinråstoff og råstoff A var 0,15:1.
Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 5, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass er 18,44 vekt%, og utbyttet av dieselolje er 28,00 vekt%. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 6, hvor det kan ses at bensinproduktene har RON og MON på henholdsvis 93,6 og 80,7, et olefininnhold på 39,9 vekt% og et svovelinnhold på 780 ppm.
Eksempel 4
Dette eksemplet ble utført for å demonstrere at utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes samtidig ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen. Fremgangsmåten ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor, den samme som den anvendt i eksempel 1.
Pre-løftedampen og den katalytiske bensinen (med en RON og MON på henholdsvis 90,1 og 79,8 og et olefininnhold på 51,2 vekt%) i et vektforhold på 0,09:1 ble ført inn i reaktoren på et sted ved en høyde av 20 % av høyden av bensinkrakkingssonen, ført sammen med katalysatoren C, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i tungoljekrakkingssonen; et råstoff B på 60 vekt% og en andel på 80 vekt% av resirkuleringsoppslemmingen ble ført inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren fra bensinkrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i lettoljekrakkingssonen; et råstoff B på 40 vekt% og all resirkuleringstungsyklusolje ble ført inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen og katalysatoren fra tungoljekrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i terminerings-reaksjonssonen; katalytisk bensin i en mengde på 5 vekt% av råstoff B ble ført inn i reaktoren via bunnen av termineringsreaksjonssonen; deretter strømmet den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren til separasjons systemet; deretter ble reaksjonsproduktene separert, og den brukte katalysatoren, som passerer via dampstripping, gikk inn i regeneratoren og, etter koksbrenning, ble den regenererte katalysatoren sirkulert tilbake for ny anvendelse. Vektforholdet mellom katalytisk bensinråstoff og råstoff B var 0,10:1.
Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 7, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass er 20,49 vekt%, og utbyttet av dieselolje er 28,45 vekt%. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 8, hvor det kan ses at bensinproduktene har RON og MON på henholdsvis 90,5 og 80,2, et olefininnhold på 45,9 vekt% og et svovelinnhold på 314 ppm.
Sammenligningseksempel 3
Dette sammenligningseksemplet ble utført for å demonstrere utbyttene av kondensert gass og dieselolje oppnådd fra et konvensjonelt katalytisk råstoff i en konvensjonell ikke-seksjonell katalytisk krakkingsstigerørskolonne. Prosessen ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor med en totalhøyde på 10 m.
Råstoffet og katalysatoren anvendt i dette sammenligningseksemplet var det samme respektivt som den konvensjonelle katalytiske krakkingsføden og katalysatoren anvendt i eksempel 4. Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 7, hvor det kan ses at, i fraværet av et bensinråstoff, er utbyttet av kondensert gass bare 18,48 vekt%, 2,01 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 4; og utbyttet av dieselolje er bare 26,61 vekt%, 1,84 prosentpoeng lavere enn det oppnådd i eksempel 4. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 8, hvor det kan ses at bensinproduktene har en RON og MON på henholdsvis 79,8 og 90,1, et olefininnhold på 51,2 vekt% og et svovelinnhold på 394 ppm.
Eksempel 5
Dette eksemplet ble utført for å demonstrere at utbyttene av kondensert gass og dieselolje kan økes samtidig ved fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelsen. Fremgangsmåten ble utført i en pilotanlegg-stigerørsreaktor, den samme som den anvendt i eksempel 1.
Den katalytiske bensinen (med en RON og MON på henholdsvis 90,1 og 79,8 og et olefininnhold på 51,2 vekt%) ble ført inn i reaktoren via bunnen av bensinkrakkingssonen, ført sammen med katalysatoren C, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i tungoljekrakkingssonen; 100 vekt% av råstoff B og all resirkuleringsoppslemmingen ble ført inn i reaktoren via bunnen av tungoljekrakkingssonen, ført sammen med reaktant olje-gass-blandingen, og katalysatoren fra bensinkrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i lettoljekrakkingssonen; all resirkuleringstungsyklus-oljen ble ført inn i reaktoren via bunnen av lettoljekrakkingssonen, ført sammen med olje-gass-blandingen og katalysatoren fra tungoljekrakkingssonen, og deretter steg den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren opp og gikk inn i termineringsreaksjonssonen; katalytisk bensin i en mengde på 10 vekt% av vekten av råstoff B ble ført inn i reaktoren via bunnen av terminerings-reaksjonssonen; deretter strømmet den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren til separasjonssystemet; deretter ble reaksjonsproduktene separert, og den brukte katalysatoren, som passerer via dampstripping, gikk inn i regeneratoren og, etter koksbrenning, ble den regenererte katalysatoren sirkulert tilbake for ny anvendelse. Vektforholdet mellom katalytisk bensinråstoff og råstoff B var 0,049:1.
Reaksjonsforholdene og produktfordelingen er vist i tabell 7, hvor det kan ses at utbyttet av kondensert gass er 18,98 vekt%, og utbyttet av dieselolje er 7,04 vekt%. Bensinproduktenes egenskaper er vist i tabell 8, hvor det kan ses at bensinproduktene har RON og MON på henholdsvis 90,3 og 79,8, et olefininnhold på 48,8 vekt% og et svovelinnhold på 365 ppm.
Claims (11)
1. Fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor (3) eller fluidisert-sjiktreaktor,
karakterisert vedat fremgangsmåten omfatter de følgende trinnene: (a) føre bensinråstoffer, et valgfritt pre-løftemedium og en katalytisk krakkingskatalysator inn i reaktoren via bunnen av reaktoren (3) og føre de sammen i den nedre sonen av reaktoren for å produsere en kondensert gass-rik olje-gass-blanding;
der - nevnte bensinråstoffer i trinn (a) er en destillatolje som har et kokepunkts område på 30 °C-210 °C der minst én er valgt fra destillasjonsbensin, katalytisk bensin og koksbensin, eller blandinger derav, - reaksjonstemperaturen i trinn (a) er 500 °C-700 °C, reaksjonstrykket er i området på fra atmosfærisk trykk til 300 KPa, oppholdstiden er 0,1-3,0 sek., -vektforholdet mellom katalysator og bensinråstoff er 10-150, og temperaturen i den regenererte katalysatoren er 600 °C-750 °C, - nevnte pre-løftemedium er tørr gass eller damp, og - vektforholdet mellom pre-løftemediumet og bensinråstoffet er 0-0,1:1; (b) lede den resulterende olje-gass-blandingen og den reagerte katalysatoren fra trinn (a) til å strømme oppover og føres sammen, i den øvre sonen over den nedre sonen av reaktoren (3), med konvensjonell katalytisk krakkingsføde som har gått inn i reaktoren fra minst to steder som har forskjellige høyder høyere enn den nedre sonen av reaktoren, hvor - nevnte katalytiske krakkingsføde er valgt fra destillasjonsgassolje, koksgassolje, avasfaltert olje, hydrogenraffinert olje, hydrokrakkingsrestolje, vakuumrest og atmosfærisk rest, eller blandinger derav; (c) føre den resulterende olje-gass-blandingen fra trinn (b) inn i et fraksjoneringssystem (12) hvor den separeres til ønsket kondensert gass, bensin og dieseloljeprodukter, tungsyklusolje og oppslemming, hvor -tungsyklusoljen og oppslemmingen delvis eller fullstendig valgfritt sirkuleres tilbake til reaktoren (3); (d) regenerere den brukte katalysatoren ved å passere den via dampstripping (5) inn i en regenerator (7) for å gjennomgå koksbrenning og deretter sirkulere den tilbake for ny anvendelse.
2. Fremgangsmåte som angitt i krav 1,
karakterisert vedat vektforholdet mellom katalysator og katalytisk krakkingsføde i trinn (b) er 3-15, og oppholdstiden er 0,1-6 sek.
3. Fremgangsmåte ifølge krav 1,
karakterisert vedfremgangsmåten ytterligere omfatter;
å anvende en stigerørsreaktor (3) eller fluidisert-sjiktreaktor omfattende en bensinkrakkingssone (I) ved bunnen, og en tungoljekrakkingssone (II), en lettoljekrakkingssone (III) og valgfritt en termineringsreaksjonssone (IV) ved minst to steder som har forskjellige høyder høyere enn den nedre sonen av reaktoren (3), og å: føre ett av råstoffene valgt fra katalytisk krakkingsføde, blandingen av katalytisk krakkingsføde og oppslemming, blandingen av katalytisk krakkingsføde og tungsyklusolje, og blandingen av katalytisk krakkingsføde, oppslemming og tungsyklusolje inn i reaktoren (3) via bunnen av tungoljekrakkingssonen (II), og føre ett av råstoffene valgt fra katalytisk krakkingsføde, blandingen av katalytisk krakkingsføde og oppslemming, blandingen av katalytisk krakkingsføde og tungsyklusolje, og blandingen av katalytisk krakkingsføde, oppslemming og tungsyklusolje inn i reaktoren (3) via bunnen av lettoljekrakkingssonen (III), og valgfritt føre et reaksjonstermineringsmedium inn i reaktoren via bunnen av en valgfri termineringsreaksjonssone (IV) for å terminere reaksjonen.
4. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat bensinråstoffet i bensinkrakkingssonen (I) er en katalytisk bensinfraksjon av C7<+>~205 °C.
5. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat reaksjonstemperaturen i bensinkrakkingssonen (I) er 620-680°C, reaksjonstrykket er 100-230 kPa, oppholdstiden er 0,2-1,5 sek., vektforholdet mellom katalysator og bensinråstoff er 20-80, og temperaturen av den regenererte katalysatoren er 660-710 °C.
6. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat vektforholdet mellom katalysator og råstoff i tungoljekrakkingssonen (II) er 5-20, og oppholdstiden er 0,1-2 sek., og vektforholdet mellom katalysator og råstoff i lettoljekrakkingssonen (III) er 3-5, og oppholdstiden er 0,1-6 sek.
7. Fremgangsmåte som angitt i krav 6,
karakterisert vedat vektforholdet mellom katalysator og råstoff i tungoljekrakkingssonen (II) er 7-15, og oppholdstiden er 0,3-1 sek., og vektforholdet mellom katalysator og råstoff i lettoljekrakkingssonen (III) er 5-10, og oppholdstiden er 0,2-3 sek.
8. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat den katalytiske krakkingsføden anvendt i trinn (b) og (c) kan være lik eller forskjellig, vektforholdet mellom føden anvendt i trinn (b) og føden anvendt i trinn (c) er 20-95:80-5.
9. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat vektforholdet mellom bensinråstoff og katalytisk krakkingsføde er 0,02-0,50:1.
10. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat reaksjonstermineringsmediumet er valgt fra spillvann, bløtgjort vann, katalytisk bensin, koksbensin, destillasjonsbensin, syklusoljeråstoff, tungoljefraksjon, koksgassolje, avasfaltert olje, destillasjonsgassolje og hydrokrakkingsrestolje, eller blandinger derav, og reaksjonstermineringsmediumet står for 0-30 vekt% av den katalytiske krakkingsføden.
11. Fremgangsmåte som angitt i krav 3,
karakterisert vedat den totale høyden av reaktoren (3) er 10-50 m, hvor høydene av bensinkrakkingssonen (I), tungoljekrakkingssonen (II), lettoljekrakkingssonen (III) og termineringsreaksjonssonen (IV) er henholdsvis 2-20 %, 2-40 %, 2-60 % og 0-40 %.
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN99109195 | 1999-06-23 | ||
| PCT/CN2000/000166 WO2001000750A1 (en) | 1999-06-23 | 2000-06-20 | Catalytic converting process for producing prolifically diesel oil and liquefied gas |
Publications (3)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| NO20016317D0 NO20016317D0 (no) | 2001-12-21 |
| NO20016317L NO20016317L (no) | 2002-02-25 |
| NO334807B1 true NO334807B1 (no) | 2014-06-02 |
Family
ID=5273749
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| NO20016317A NO334807B1 (no) | 1999-06-23 | 2001-12-21 | Fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor |
Country Status (5)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US6416656B1 (no) |
| EP (1) | EP1205530B1 (no) |
| JP (1) | JP4361234B2 (no) |
| NO (1) | NO334807B1 (no) |
| WO (1) | WO2001000750A1 (no) |
Families Citing this family (29)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US7169293B2 (en) | 1999-08-20 | 2007-01-30 | Uop Llc | Controllable space velocity reactor and process |
| US6869521B2 (en) | 2002-04-18 | 2005-03-22 | Uop Llc | Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing |
| US6866771B2 (en) | 2002-04-18 | 2005-03-15 | Uop Llc | Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with catalyst recycle |
| US7425258B2 (en) | 2003-02-28 | 2008-09-16 | Exxonmobil Research And Engineering Company | C6 recycle for propylene generation in a fluid catalytic cracking unit |
| US7270739B2 (en) | 2003-02-28 | 2007-09-18 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Fractionating and further cracking a C6 fraction from a naphtha feed for propylene generation |
| BR0302326A (pt) * | 2003-06-03 | 2005-03-29 | Petroleo Brasileiro Sa | Processo de craqueamento catalìtico fluido de cargas mistas de hidrocarbonetos de diferentes origens |
| CN1333046C (zh) * | 2004-04-29 | 2007-08-22 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种石油烃类催化转化方法 |
| BRPI0504854A (pt) * | 2005-10-31 | 2007-09-18 | Petroleo Brasileiro Sa | processo de fcc para a maximização de destilados médios |
| US20070205139A1 (en) * | 2006-03-01 | 2007-09-06 | Sathit Kulprathipanja | Fcc dual elevation riser feed distributors for gasoline and light olefin modes of operation |
| BRPI0605327B1 (pt) | 2006-12-20 | 2016-12-20 | Petroleo Brasileiro Sa | processo para craqueamento catalítico em leito fluidizado de correntes de hidrocarbonetos de petróleo com maximização da produção de olefinas leves |
| KR101546466B1 (ko) * | 2007-08-09 | 2015-08-24 | 차이나 페트로리움 앤드 케미컬 코포레이션 | 촉매 전환 공정 |
| JP5840840B2 (ja) | 2007-12-20 | 2016-01-06 | 中国石油化工股▲分▼有限公司 | 炭化水素油を水素化し接触分解するための、改善された一体的方法 |
| BRPI0800236B1 (pt) | 2008-01-24 | 2019-05-14 | Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras | Processo e equipamento de craqueamento catalítico fluido para a produção de destilados médios de baixa aromaticidade |
| JP5879038B2 (ja) * | 2008-03-13 | 2016-03-08 | 中国石油化工股▲ふん▼有限公司 | 低品質の原料から軽質燃料を得るための方法 |
| JP5220456B2 (ja) * | 2008-03-28 | 2013-06-26 | 一般財団法人石油エネルギー技術センター | 常圧蒸留残渣油の分解方法 |
| CN101928587B (zh) * | 2009-06-25 | 2013-11-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种烃油的催化转化方法 |
| FR2953851B1 (fr) * | 2009-12-14 | 2012-12-21 | Total Raffinage Marketing | Procede de craquage catalytique avec maximisation des bases gazoles |
| US20140034551A1 (en) * | 2011-04-15 | 2014-02-06 | Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras | Fcc process for maximizing diesel |
| CN102952575B (zh) * | 2011-08-26 | 2014-08-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种提高汽油辛烷值的催化转化方法 |
| CN102952576B (zh) * | 2011-08-26 | 2014-08-20 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种提高蜡油催化转化过程中汽油辛烷值的方法 |
| CN103725321B (zh) * | 2012-10-10 | 2015-10-28 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种多产乙烯和/或丙烯的石油烃催化裂化方法及其装置 |
| CN104513673B (zh) * | 2013-09-29 | 2016-08-17 | 中石化洛阳工程有限公司 | 一种双提升管催化裂化方法与装置 |
| CN104974788B (zh) * | 2014-04-08 | 2017-02-22 | 中石化洛阳工程有限公司 | 一种催化裂化装置与方法 |
| CN105885938B (zh) * | 2014-09-12 | 2017-08-22 | 中石化洛阳工程有限公司 | 一种流化催化裂化装置 |
| CN104910951A (zh) * | 2015-05-26 | 2015-09-16 | 成都高普石油工程技术有限公司 | 富气和粗汽油的催化裂化装置 |
| CN105969423B (zh) * | 2016-05-25 | 2017-12-22 | 杭州快凯高效节能新技术有限公司 | 一种废机油制柴油装置及方法 |
| CN110857396B (zh) * | 2018-08-24 | 2021-11-16 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和*** |
| CN110857395B (zh) * | 2018-08-24 | 2021-11-16 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种焦化汽油和重质原料油加工的方法和*** |
| CN114797411A (zh) * | 2022-05-23 | 2022-07-29 | 山东华星石油化工集团有限公司 | 一种用于重整预加氢液化气的脱硫装置 |
Family Cites Families (24)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3784463A (en) | 1970-10-02 | 1974-01-08 | Texaco Inc | Catalytic cracking of naphtha and gas oil |
| US3758403A (en) | 1970-10-06 | 1973-09-11 | Mobil Oil | Olites catalytic cracking of hydrocarbons with mixture of zsm-5 and other ze |
| US3948757A (en) * | 1973-05-21 | 1976-04-06 | Universal Oil Products Company | Fluid catalytic cracking process for upgrading a gasoline-range feed |
| US3894932A (en) | 1973-11-19 | 1975-07-15 | Mobil Oil Corp | Conversion of hydrocarbons with {37 y{38 {0 faujasite-type catalysts |
| US4218306A (en) * | 1979-01-15 | 1980-08-19 | Mobil Oil Corporation | Method for catalytic cracking heavy oils |
| US4309280A (en) | 1980-07-18 | 1982-01-05 | Mobil Oil Corporation | Promotion of cracking catalyst octane yield performance |
| US4422925A (en) | 1981-12-28 | 1983-12-27 | Texaco Inc. | Catalytic cracking |
| US4478708A (en) * | 1983-10-11 | 1984-10-23 | Farnsworth Carl D | Method and apparatus for separating fluidized solid particles suspended in gasiform material |
| US4666586A (en) * | 1983-10-11 | 1987-05-19 | Farnsworth Carl D | Method and arrangement of apparatus for cracking high boiling hydrocarbon and regeneration of solids used |
| USRE36403E (en) * | 1985-10-30 | 1999-11-23 | Chevron Research And Technology Company | Gasoline octane enhancement in fluid catalytic cracking process with split feed injection to riser reactor |
| US4869807A (en) * | 1985-10-30 | 1989-09-26 | Chevron Research Company | Gasoline octane enhancement in fluid catalytic cracking process with split feed injection to riser reactor |
| US4802971A (en) * | 1986-09-03 | 1989-02-07 | Mobil Oil Corporation | Single riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments |
| CN1004878B (zh) | 1987-08-08 | 1989-07-26 | 中国石油化工总公司 | 制取低碳烯烃的烃类催化转化方法 |
| FR2625509B1 (fr) * | 1987-12-30 | 1990-06-22 | Total France | Procede et dispositif de conversion d'hydrocarbures en lit fluidise |
| US5264115A (en) | 1987-12-30 | 1993-11-23 | Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France | Process and apparatus for fluidized bed hydrocarbon conversion |
| CA1327177C (en) * | 1988-11-18 | 1994-02-22 | Alan R. Goelzer | Process for selectively maximizing product production in fluidized catalytic cracking of hydrocarbons |
| CN1043520A (zh) | 1988-12-21 | 1990-07-04 | 中国石油化工总公司石油化工科学研究院 | 一种生产低碳烯烃的裂解催化剂 |
| US5098554A (en) * | 1990-03-02 | 1992-03-24 | Chevron Research Company | Expedient method for altering the yield distribution from fluid catalytic cracking units |
| US5310477A (en) * | 1990-12-17 | 1994-05-10 | Uop | FCC process with secondary dealkylation zone |
| CN1031646C (zh) | 1992-10-22 | 1996-04-24 | 中国石油化工总公司 | 石油烃的催化转化方法 |
| US5616237A (en) * | 1994-06-13 | 1997-04-01 | Chevron Research And Technology Company, A Division Of Chevron U.S.A. Inc. | Split feed injection fluid catalytic cracking process |
| CN1043782C (zh) * | 1996-03-21 | 1999-06-23 | 中国石油化工总公司 | 提高低品质汽油辛烷值的催化转化方法 |
| US5846403A (en) | 1996-12-17 | 1998-12-08 | Exxon Research And Engineering Company | Recracking of cat naphtha for maximizing light olefins yields |
| US5965012A (en) * | 1997-12-05 | 1999-10-12 | Uop Llc | FCC process with short primary contacting and controlled secondary contacting |
-
2000
- 2000-06-20 EP EP00938463.7A patent/EP1205530B1/en not_active Expired - Lifetime
- 2000-06-20 WO PCT/CN2000/000166 patent/WO2001000750A1/zh active Application Filing
- 2000-06-20 JP JP2001506750A patent/JP4361234B2/ja not_active Expired - Lifetime
- 2000-06-22 US US09/602,568 patent/US6416656B1/en not_active Expired - Lifetime
-
2001
- 2001-12-21 NO NO20016317A patent/NO334807B1/no not_active IP Right Cessation
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| JP2003503580A (ja) | 2003-01-28 |
| WO2001000750A1 (en) | 2001-01-04 |
| US6416656B1 (en) | 2002-07-09 |
| NO20016317D0 (no) | 2001-12-21 |
| EP1205530B1 (en) | 2015-07-22 |
| EP1205530A1 (en) | 2002-05-15 |
| NO20016317L (no) | 2002-02-25 |
| JP4361234B2 (ja) | 2009-11-11 |
| EP1205530A4 (en) | 2011-03-02 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| NO334807B1 (no) | Fremgangsmåte for å danne diesel olje og kondensert gass ved katalytisk krakking av hydrokarbonråstoffer i en stigerørsreaktor eller fluidisert-sjiktreaktor | |
| CA1156592A (en) | Method and apparatus for cracking residual oils | |
| US9458394B2 (en) | Fluidized catalytic cracking of paraffinic naphtha in a downflow reactor | |
| CA1156591A (en) | Method for two stage catalyst regeneration | |
| US5009769A (en) | Process for catalytic cracking of hydrocarbons | |
| US3928172A (en) | Catalytic cracking of FCC gasoline and virgin naphtha | |
| CA2657628C (en) | Ancillary cracking of paraffinic naphtha in conjunction with fcc unit operations | |
| US7128827B2 (en) | Integrated catalytic cracking and steam pyrolysis process for olefins | |
| US5318689A (en) | Heavy naphtha conversion process | |
| JP2509314B2 (ja) | 流動床触媒粒子の存在における石油炭化水素の転化法およびこの方法を実施する装置 | |
| US3692667A (en) | Catalytic cracking plant and method | |
| US20070083071A1 (en) | Process for increasing production of light olefins from hydrocarbon feedstock in catalytic cracking | |
| US5637207A (en) | Fluid catalytic cracking process | |
| EP0382289B1 (en) | Process for catalytic cracking of hydrocarbons | |
| US4978440A (en) | Quenched catalytic cracking process | |
| US7316773B2 (en) | Catalytic cracking process and the device used therein | |
| CN111807917B (zh) | 一种石油烃原料催化转化制烯烃的方法及其装置 | |
| CN111807918B (zh) | 一种石油烃原料催化转化制烯烃的方法及其装置 | |
| Larraz | A brief history of oil refining | |
| JPH04220491A (ja) | 流出物中に存在するオレフィンのオリゴマー化またはトリマー化を伴う接触クラッキング方法 | |
| US5215650A (en) | Cooling exothermic regenerator with endothermic reactions | |
| CN101456782A (zh) | 一种提高催化转化过程丙烯产量的方法 | |
| CN115895725B (zh) | 一种深度降低汽油烯烃的两段提升管催化转化方法 | |
| CN1333046C (zh) | 一种石油烃类催化转化方法 | |
| EP0180355B1 (en) | Quenched catalytic cracking process |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| MK1K | Patent expired |