<EMI ID=1.1>
en. composants de point d'ébullition inférieur, et se rapporte plus particulièrement à un procédé de conversion d'hydrocarbures, dans lequel la conversion en coke est réduite au minimum. L'invention concerne encore plus spécialement un procédé qui comprend une combinaison de phases de cracking catalytiques et thermiques, grâce auxquelles on réalise un rapport élevé essence/coke.
Dans le procédé courant de cracking catalytique, un gasoil bydrocarboné est mis en contact avec un lit de matière catalytique dans un appareil de réaction pour convertir ainsi le gasoil en composants de
point d'ébullition inférieur. Dans ce but, un certain nombre de types de lits de catalyseur ont été utilisés, tels que des lits fixes, des lits mobiles, et des lits fluidifiés, qui sont tous bien connus dans l'industrie du pétrole. Durant la mise en contact du gasoil avec le catalyseur qui se trouve sous la forme de l'un quelconque des types de lits ci-avant, un dépôt carboné ou ressemblant à du coke est laissé sur le catalyseur. Ce dépôt carboné réduit l'efficacité du catalyseur pour convertir le gasoil en composants de point d'ébullition inférieur, et il est, par conséquent, nécessaire d'enlever ce dépôt similaire, à du coke, du catalyseur, ou, en d'autres mots, de régénérer celui-ci, de manière qu'il puisse être utilisé pour un cracking catalytique ultérieur.
Ceci est réalisé en séparant des hydrocarbures, le catalyseur épuisé ou encrassé de coke et en enlevant par brûlage le dépôt similaire à du coke avec un gaz contenant de l'oxygène.
<EMI ID=2.1>
seur "épuisé", son activité catalytique n'est en réalité que partiellement épuisée. En général, cependant, le catalyseur a perdu une partie importante de son activité catalytique.
En changeant les conditions de réaction, telles que la température, la vitesse spatiale, la durée de séjour, etc., la conversion de gasoil en essence peut être accrue dans un procédé de cracking catalytique.
Cependant, en général, lorsque la conversion de gasoil en essence est accrue, la quantité de coke formé et déposé sur le catalyseur augmente également. Bien qu'il soit désirable de rendre maximum la quantité de gasoil converti en essence, le degré de cette conversion est donc limité par la quantité de dépôts carbonés ou ressemblant à du coke, déposés sur le catalyseur, et les installations prévues pour enlever par brûlage ces dépôts carbonés. Par conséquent, il y a normalement un équilibre économique entre la conversion de gasoil en essence, et les investissements requis pour les appareils de régénération.
Comme les appareils de régénération représentât une partie importante des investissements pour un système de cracking catalytique, la conversion de gasoil en essence dans un système de cracking catalytique donné est, par conséquent, normalement limitée à la capacité des appareillages de régénération, qui était justifiée économiquement à l'origine. Certains gasoils, tels que ceux qui contiennent une grande proportion d'aromatiques ou ont une teneur élevée en azote, donneront un rapport coke/essence sensiblement plus élevé que ne le donneraient les gasoils paraffiniques ou naphténiques. A cause de la tendance importante, à la formation de coke, de ces gasoils, il est normalement nécessaire de réduire la conversion de gasoil en essence, car les appareillages de régénération constituent une limitation dans le processus de cracking catalytique. Jusqu'à.
<EMI ID=3.1>
élevée en essence pouvait être obtenue en partant de ces gasoils, sans prévoir des appareillages de régénération, de capacité anormalement élevée.
Un but de la présente invention est de réaliser une conversion élevée de gasoil en essence, tout en maintenant, en même temps, au minimum la quantité de coke formée sur le catalyseur.
Un autre but de laprésente invention consiste à réduire les frais d'investissement pour les appareillages de régénération, requis pour des systèmes de cracking catalytique Un autre but est de donner des produits stables en partant d'un procédé de cracking catalytique.
<EMI ID=4.1>
hydrocarboné soient convertis en essence, en d'autres composants bouillant en dessous d'environ 430[deg.]F, et en coke, de manière qu'on n'ait pas plus d'environ 5 'la en poids du gasoil hydrocarboné, convertis en coke. Les produits hydrocarbonés vaporeux résultants de point d'ébullition inférieur sont alors séparés du catalyseur épuisé résultant, de manière que la concentration de catalyseur dans les produits hydrocarbonés vaporeux séparés
<EMI ID=5.1>
phase d'imprégnation de la présente invention, il n'y a-pratiquement pas de formation de coke. Ensuite, les vapeurs hydrocarbonées sont récupérées et fractionnées en un certain nombre de fractions désirées comprenant une fraction d'essence. C'est ainsi que la mise en contact initiale du gasoil hydrocarboné avec le catalyseur donne la majeure partie de la conversion du gasoil hydrocarboné en essence de qualité élevée, et la phase d'imprégnation subséquente ou phase de cracking surtout thermique procure une conversion additionnelle sans nouvelle formation pratique de coke. La présente inven-
<EMI ID=6.1>
est spécialement intéressante pour des gasoils à production élevée de carbone.
Dans une autre forme d'application de l'invention, les produits vaporeux craqués catalytiquement sont maintenus ou imprégnés à une tempéra-
<EMI ID=7.1>
qu'une certaine quantité de dioléfines est produite durant cette phase d'imprégnation, les hydrocarbures résultants sont ensuite mis en contact dans une phase de post-traitement avec du catalyseur additionnel, qui est, de préférence, le catalyseur partiellement épuisé provenant de la phase initiale de cracking catalytique., de manière à convertir la plus grande partie des dioléfines en produits hydrocarbonés saturés pour améliorer ainsi la stabilité des produits finals de la présente invention. Une petite quantité de coke est formée, et une petite quantité de conversion addition-
<EMI ID=8.1>
essence stable/coke, et il permet également, comme résultat, de réduire au minimum les investissements dans les appareillages et* régénération.
La mise en contact initiale de gasoil hydrocarboné avec du catalyseur donne la majeure partie de la conversion du gasoil hydrocarboné en essence de qualité élevée. Laphase d'imprégnation, ou phase de cracking surtout thermique, procure une conversion additionnelle sans pratiquement de nouvelle formation'de coke, mais une certaine quantité de dioléfines
<EMI ID=9.1>
zone d'imprégnation sont des dioléfines. L'élimination de ces dioléfines dans la phase de post-traitement catalytique améliore sensiblement la stabilité des produits hydrocarbonés finals, y compris l'essence et les distillats intermédiaires, de sorte qu'ils sont stables en ce qui concerne la couleur et également qu'ils ne s'oxydent pas pour former des gammes et des peroxydes indésirables. La phase de post-traitement catalytique améliore
<EMI ID=10.1>
bonés de la présente invention, et réalise également une petite quantité de' conversion additionnelle. L'utilisation des trois phases, à savoir, cracking
<EMI ID=11.1>
port élevé de production d'essence à la production de coke, en plus d'une essence et de distillat intermédiaires stables.
<EMI ID=12.1>
tion, une charge de cycle catalytique contenant environ 40 % en poids de
<EMI ID=13.1>
version, dans un procédé de cracking catalytique habituel. D'un point de vue économique, il serait très avantageux de craquer la charge de cycle
<EMI ID=14.1>
élevée de coke exigerait de très importants appareillages de régénération. Une telle exigence est simplifiée par la variante d'application de l'inven=
<EMI ID=15.1>
lement dans la phase initiale de cracking catalytique de cette variante d'application. Les produits hydrocarbonés provenant de cette phase de cracking catalytique initiale'seraient alors maintenus à une température
<EMI ID=16.1>
conversion totale de l'ordre de 50 % serait atteinte. La formation de coke résultante ne serait que d'environ 5 % en poids dans la présente inven-
<EMI ID=17.1>
cracking catalytique.
Dans un autre exemple de la variante d'application de l'inven-
<EMI ID=18.1>
version dans un procédé habituel de cracking catalytique, le gasoil serait = traité suivant cette variante jusqu'à 35 à 40 % de conversion dans la phase de cracking catalytique initiale, et les produits hydrocarbonés résultante
<EMI ID=19.1>
en poids. Dans cet exemple, et dans l'exemple précédent, la phase de posttraitement catalytique produira une petite augmentation de coke et de conversion.
Le procédé de la présente invention sera facilement compris en se référant aux dessins annexés.
La figure 1 est une vue schématique d'une forme d'appareil adapté pour mettre en oeuvre le procédé de la première forme d'application de l'invention. La figure 2 est une vue schématique d'une autre forme d'appareil destiné à mettre en oeuvre le procédé de la première". forme d'application de l'invention.. La figure 3 est une vue schématique d'une forme d'appareil destiné à mettre en oeuvre la variante de l'invention, des parties brisées facilitant la compréhension.
Il doit être compris que la présente invention n'est pas limitée à l'appareil particulier montré aux dessins, car une lecture de la présente description suggérera, aux techniciens en ce domaine, d'autres formes d'appareils pouvant mettre en oeuvre le procédé de la présente invention.
<EMI ID=20.1>
finement divisé. Dans cette forme d'application particulière de la présente invention, du catalyseur fraîchement régénéré chaud est introduit
<EMI ID=21.1> <EMI ID=22.1>
troduction est contrôlée par une vanne 12 prévue dans le conduit 11. Le catalyseur employé peut être une substance catalytique naturelle, telle que de 1-'argile traitée par acide;, ou une substance catalytique synthétique, telle que de la silice-alumine, de la silice-magnésie, etc.. En générais, les particules de catalyseur finement subdivisées ont une dimension inférieure à environ 250 microns de diamètre moyen, et normalement les particules auront une gamme de dimensions telle que sensiblement toutes ces particules soient comprises entre environ 20 et 100 microns de diamètre moyen.
Le catalyseur passant par le conduit 11 sera normalement obtenu d'un régénérateur (non représenté), dans lequel des dépôts carbonés sont enlevés, par brûlage;, du catalyseur épuisé produit dans la présente invention, comme décrit ci-après en détail. C9est ainsi que dans la forme d'application particulière de la présente invention, telle que montrée à la figure 1, le catalyseur finement divisé circulera continuellement entre le réacteur 10 et le régénérateur, qui peut, être un régénérateur courant quelconque agencé pour régénérer un catalyseur finement divisé.
Avant l'introduction du catalyseur finement divisé dans le fond du réacteur 10, il est combiné avec un gasoil hydrocarboné introduit dans le conduit 11 par la conduite 13 à une vitesse réglée par une vanne 14 prévue dans cette conduite 13. Le gasoil hydrocarboné aura généralement une
<EMI ID=23.1>
direct avec des courants de produits à haute température, ou par un four de préchauffage (non représenté). L'importance du préchauffage requis dépendra d'un certain nombre de facteur, tels que la température du catalyseur
<EMI ID=24.1>
port d'alimentation catalyseur/huile au récipient 10, qui peut être d'environ 5 à 15 en poids, la température de réaction désirée dans le récipient
10, etc...
Le mélange catalyseur-huile est alors introduit dans le fond
du réacteur 10 à un taux tel que la vitesse superficielle des vapeurs d'huile s'y élevant soit d'environ 0,5 à 5 pieds par seconde, de préférence d'environ 1 à 3 pieds par seconde. A ces vitesses de vapeurs, le catalyseur finement divisé formera un lit fluidifié dense 15 dans la partie inférieure du récipient 10, le lit ayant une densité d'environ 30 à 50 livres par pied cube. La température de réaction dans le récipient 10 sera main-
<EMI ID=25.1>
pression effective dans le réacteur 10 sera normalement maintenue à environ 0 à 50 livres par pouce carré. Comme signalé ci=avant, le catalyseur finement divisé se trouvant dans le réacteur 10 sera généralement maintenu sous-forme d'un lit dense 15 dans la partie inférieure du réacteur 10,
et ce lit dense aura un niveau supérieur L relativement bien défini, qui y est maintenu par enlèvement continu de catalyseur, du lit dense 15 grâce
à un conduit de sortie 20 qui s'étend vers le haut dans le lit dense 15 du récipient 10, jusqu'en un point légèrement inférieur au niveau supérieur
<EMI ID=26.1>
20 est réglée grâce à une vanne 21 prévue dans le coaduit 20. Le maintien du catalyseurdans le réacteur 10 devrait être d'une durée suffisante pour procurer une vitesse spatiale d'environ 1 à 5 livres d'huile hydrocarbonée par heure par livre de catalyseur maintenu dans ce réacteur 10. Le catalyseur enlevé du lit dense 15 par le conduit 20 passe au régénérateur précé= demment mentionné (non représenté) associé au réacteur 10 et dans lequel les dépôts carbonés sont enlevés, par brûlage, le catalyseur épuisé, avec de l'air, le catalyseur régénéré résultant retournant au réacteur 10 par le conduit 11.
De la sorte., dans la forme d'application particulière de la présente invention, tells que représentée à la figure 1, les vapeurs hydrocar= bonées passent de bas en haut dans le réacteur 10 à travers le lit dense 15, dans lequel elles sont converties en produits à point d'ébullition inférieur, et en coke qui est déposé sur le catalyseur finement divisé pour donner ainsi du catalyseur épuisé. Les conditions de réaction dans le réacteur 10
<EMI ID=27.1>
l'intérieur du serpentin tubulaire de chauffage 31. Dans 1' échangeur de chaleur 30, les vapeurs hydrocarbonées sont chauffées jusqu'à une températu-
<EMI ID=28.1>
être entendu que tous les produits hydrocarbonés vaporeux formés dans le réacteur 10 sont chauffés jusqu'à cette température particulière, à savoir
<EMI ID=29.1>
les conduits 32 et 34 sont contrôlées par les vannes 33 et 35 pour produire
<EMI ID=30.1>
au four 30. Les produits gazeux de combustion, venant de l'échangeur de chaleur 30, sont enlevés par un conduit 37.
Au lieu d'utiliser un échangeur de chaleur 30 comas four, il, p. peut être pratique d'introduire le gaz de combustion chaud provenant du ré-
<EMI ID=31.1>
utilisé dans l'échangeur de chaleur 30 pour chauffer les vapeurs produites passant par le serpentin 31o Dans ce cas, le conduit 37 peut être employé
<EMI ID=32.1>
geur 30. Les gaz sortant de l'échangeur de chaleur 30 par le conduit 37 peuvent être libérés directement à l'atmosphère" ou bien ils peuvent passer par d'autres échangeurs de chaleur pour récupérer une majeure partie de leur chaleur sensible. Par exemple, les gaz chauds sortant de l'échangeur 30 peuvent être utilisés pour préchauffer le gasoil hydrocarboné frais qui est introduit dans le système de la présente invention par le conduit 13.
La longueur et le diamètre du serpentin 31 sont choisis de manière que les produits hydrocarbonés vaporeux qui y sont introduits en prove-
<EMI ID=33.1>
tenir les vapeurs chauffées, dans cette gamme de températures, pendant environ une demi-seconde à 10 secondes, avant leur fractionnement en fractions désirées, comme on l'expliquera en détail ci-après. La longueur et le diamètre particulier du serpentin 31 requisdépendront de la vitesse de circulation des vapeurs hydrocarbonées, de la température du milieu de chauffage dans l'échangeur de chaleur 30, des coefficients d'échange de chaleur impliqués, etc.. La température à laquelle les vapeurs hydrocarbonées sont chauffées dans le serpentin 31 et la durée de séjour des vapeurs dans la gamme
<EMI ID=34.1>
<EMI ID=35.1>
petite quantité aes hydrocarbures vaporeux introduits dans le serpentin
31 sera convertie en coke. Normalement, cette quantité de coke n'excédera
<EMI ID=36.1>
qui sont craquées thermiquement sont introduites tangentiellement dans le carter 42 du séparateur à cyclone 41 par l'entrée 43. Dans le carter 42, les vapeurs sont brassées de sorte que la petite quantité de catalyseur. entraîné est projetée contre la paroi interne du carter 42 du fait de la force centrifuge et est séparée de la masse des vapeurs hydrocarbonées. Le catalyseur tombe le long de la paroi intérieure du carter 42 et, de celui-ci, dans la conduite plongeante 45 qui communique par sa base avec le lit dense
15 du réacteur 10. De la sorte., le catalyseur finement divisé entraîné
est séparé des vapeurs hydrocarbonées, dans le séparateur à cyclone 41,
et est renvoyé au système par la canalisation plongeante 45 qui s'étend, par sa base., sous le niveau supérieur L du lit dense 15. Les vapeurs bydrocarbonées séparées sont enlevées du séparateur à cyclone 41 par le conduit de sortie 44, qui est agencé centralement dans le carter 42 par la partie supérieure de celui-ci. Il doit être entendu que les positions du sépara-
<EMI ID=37.1>
30, après quoi les vapeurs chauffées résultantes pénétreraient dans le conduit 44. Dans -ce cas!! le séparateur à cyclone 41 pourrait être agencé dans la partie supérieure du réacteur 10.
Les vapeurs hydrocarbonées chaudes passant par le conduit 44 sont introduites dans la partie inférieure de l'appareil de fractionnement
<EMI ID=38.1>
par reflux et sont séparés en au moins deux fractions. Il sera entendu que la durée de séjour de 1/2 à 10 secondes, requise pour imprégner les vapeurs
<EMI ID=39.1>
comprend du serpentin 31 à l'appareil de fractionnement 50. Le. séparateur à cyclone 41 et les conduits 40 à 44 sont., de préférence., isolés afin de maintenir les hydrocarbures à cette température d'imprégnation. Dans cette forme d'application particulière de la présente invention, de 1-'essence et d'autres composants bouillant en dessous d'environ 4300 F sont enlevés au
<EMI ID=40.1>
fraction de dépôts par la conduite 52. Il doit être entendu cependant que les produits hydrocarbonés peuvent être fractionnés en plusieurs courants de produits si on le désire, en pourvoyant l'appareil de fractionnement
<EMI ID=41.1>
pareil 50 peut être constitué par tout type courant de moyen de fractionnement prévu pour la séparation d'hydrocarbures, et peut être pourvu de pla-
<EMI ID=42.1>
dir partiellement les vapeurs provenant de l'échangeur de chaleur 30 avant quelles ne soient introduites dans le séparateur à cyclone 41. C'est ain-
<EMI ID=43.1> <EMI ID=44.1>
ron 20 à 100 microns. Le catalyseur finement divisé passant par le conduit
101 est normalement un catalyseur fraîchement régénéré chaud, obtenu d'un régénérateur (non représente*), dans lequel les dépôts carbonés ont été enlevés, par brûlage, du catalyseur épuisé qui est produit dans le procédé de la présente invention, comme on le décrira en détail ci-après.
<EMI ID=45.1>
est introduit dans le conduit 101 par le conduit 103 comprenant une vanne .
104, en vue de se mélanger dans ce conduit 103 avec le catalyseur finement divisé. Le gasoil hydrocarboné peut être préchauffé jusqu'à une température atteignant environ 700[deg.]F grâce à des échangeurs de chaleur (non représentés) ou grâce à un four de préchauffage (non représenté). Les quantités relatives de catalyseur et de gasoil hydrocarboné, introduites dans le bas du réacteur 100, sont réglées grâce aux vannes 102 et 104. des conduits 101
<EMI ID=46.1>
par seconde, et de manière que la concentration de catalyseur dans le réac-
<EMI ID=47.1>
les vapeurs hydrocarbonées et le catalyseur circuleront vers le haut dans le réacteur 100 sensiblement con couramment, de manière qu'aucun lit dense de catalyseur finement divisé, ayant un niveau supérieur bien défini comme à <EMI ID=48.1>
soil hydrocarboné original.
La suspension résultante de produits hydrocarbonés vaporeux à point d'ébullition inférieur et de catalyseur épuisé est enlevée du haut du réacteur à conduite de transfert 100 par le conduit 110 qui communique, par son autre extrémité, avec le séparateur à cyclone 111. Les produits hydrocarbonés vaporeux et le catalyseur sont introduits tangentiellement dans le carter 112 du séparateur à cyclone 111 par l'entrée 113. La suspension catalyseur-huile est brassée dans le carter 112 pour réaliser une séparation rapide du catalyseur finement divisé des vapeurs hydrocarbonées qui sont enlevées de la partie supérieure du carter 112 par la conduite de sortie 114 disposée centralement. Les particules de catalyseur séparées descendent et sortent du carter 112 par le conduit 1159 d'où le catalyseur
<EMI ID=49.1>
à enlever, par brûlage, les dépôts carbonés du catalyseur épuisé. Ensuite ce catalyseur régénéré est réintroduit dans le réacteur à conduite de trans- <EMI ID=50.1>
gène, tel que dé l'air, est introduit par la conduite 124 comprenant une vanne 125. Les vannes 123 et 125 des conduites 122 et 124 sont réglées de
<EMI ID=51.1>
combustible qui est brûlé pour réaliser le chauffage désiré. -Dans le présent cas, les produits de combustion sont enlevés de l'intérieur de l'échangeur de chaleur 120 par une conduite de sortie 126. Les produits gazeux de combustion sortant de 1-'échangeur de chaleur 120 par la conduite de sortie 126 peuvent être évacués directement à 1* atmosphère, ou bien ils peuvent d'abord
<EMI ID=52.1>
pour récupérer la majeure partie de leur chaleur sensible. Ou bien, l�échangeur de chaleur 120 peut employer des gaz de combustion chauds ayant une
<EMI ID=53.1>
qui est associé au réacteur à conduite de transfert 100. Dans ce cas, les gaz de combustion chauds venant du régénérateur seraient introduits par la conduite 123 et /ou la conduite 124, et seraient enlevés de l'intérieur de
<EMI ID=54.1>
<EMI ID=55.1>
manière que les produits hydrocarbonés vaporeux passant par le serpentin
<EMI ID=56.1>
requises, dépendront des coefficients de transfert de chaleur impliqués)) de la température du milieu de chauffage etc... De même;, il est nécessaire que les vapeurs chauffées résultantessoient maintenues dans cette gamme
<EMI ID=57.1>
ture existant dans le réacteur 100. La température particulière à laquelle les vapeurs hydrocarbonées sont chauffées dans 1-'échangeur de chaleur 120
<EMI ID=58.1>
avant fractionnement dépendront évidemment des propriétés de cracking thermique du gasoil hydrocarboné particulier introduit dans le système de la présente invention.
Les hydrocarbures vaporeux chauffés qui sont craqués thermique= ment sont enlevés du serpentin 121 de l'échangeur de chaleur 120 par un conduit 130 qui communique? par son autre extrémité, avec l'appareil de fractionnement 131, dans lequel les produits hydrocarbonés sont partiellement refroidis par reflux et sont séparés en au moins deux courants de produits. Dans cette forme d'application de l'invention, les hydrocarbures convertis sont séparés en une fraction bouillant en dessous d'environ 4300F
<EMI ID=59.1>
qui est enlevée par le conduit'133. Cependant, on comprendra que des courants additionnels de produits peuvent être enlevés en pourvoyant l'appareil de fractionnement 131 de conduites de soutirage de courants latéraux (non représentées) L'appareil de fractionnement 131, qui est de type courant,
<EMI ID=60.1>
afin d'améliorer son rendement de fractionnement Si on le désire, les va-peurs craquées thermiquement provenant de l'échangeur de chaleur 120 peuvent être refroidies ou éteintes en dessous d'une température de cracking actif, avant quelles ne soient introduites dans 1* appareil de fractionne-
<EMI ID=61.1>
10 secondes, de manière que la conversion additionnelle désirée soit obtenue .
Une lecture de la présente description suggérera aux techni-
<EMI ID=62.1>
procédé de la présente invention, et il doit être entendu que la présente invention n'est pas limitée aux appareils particuliers montrés aux dessins.
<EMI ID=63.1> la figure 2. C9est ainsi que le procédé de la présente invention convient également pour être utilisé dans un système dans lequel le catalyseur est maintenu soit sous forme d'un lit fixe, soit sous forme d'un lit mobile. Dans l'un et l'autre de ces deux types de systèmes, le présent procédé pourrait être mis en oeuvre en faisant passer les vapeurs hydrocarbonées de gasoil à travers le lit de catalyseur sous des conditions de cracking de <EMI ID=64.1>
cela, les produits vaporeux hydrocarbonés convertis résultants seraient séparés en fraction désirées de produits. Si le procédé de la première forme de la présente invention était utilisé avec un lit de catalyseur fixe ou un lit de catalyseur mobile, la présente invention serait un peu simpli-
<EMI ID=65.1>
l'entraînement de catalyseur dans les produits hydrocarbonés vaporeux:, comme on en rencontre un dans les systèmes fluidifiés. Cependant, les systèmes fluidifiés montrent généralement certains avantages sur les types de système à lit fixe et à lit mobile, par exemple, une meilleure utilisation de la chaleur provenant du régénérateur, un contrôle plus facile des varia-
<EMI ID=66.1>
Inexpérience suivante a été mise en oeuvre et est expliquée ciaprès en vue d'illustrer les avantages dérivant du procédé de lapremière forme de l'invention, comparativement avec le procédé de cracking catalyti-
<EMI ID=67.1>
de cracking catalytique fluidifié à fournées de 68 gr, dans laquelle un gasoil lourd d'Elk Basin, qui est une charge d'alimentation typique de cracking catalytique, était craqué catalytiquement avec un catalyseur commercial de silice-magnésie, ayant une gamme de dimensions d'environ 44 et 147 microns. Le gasoil lourd d'Elk Basin avait une gamme d'ébullitions d'environ 400 à
<EMI ID=68.1>
silice-magnésie finement divisé était maintenu, durant cette expérience, dans le fond du réacteur de l'unité de cracking catalytique sous la forme
<EMI ID=69.1>
luée ou espace de vapeur, dans lequel la concentration de catalyseur était d'environ 0,01 livre/pied cube. Cette phase diluée était pourvue d'un moyen de chauffage électrique de sorte que la température de la phase diluée pou-
<EMI ID=70.1> lit dense. Les produits hydrocarbonés vaporeux passaient de l'unité de cracking à travers un condenseur à chemise d'eau, et étaient recueillis dans un dispositif récepteur placé dans Un bain de glace sèche-varsol. Les produits hydrocarbonés liquides condensés étaient ensuite divisés dans un petit appareil de distillation discontinue, pour déterminer les rendements de produits.
Dans la première partie de cette expérience, le lit dense et la phase diluée étaient maintenus à la même température, à savoir 925[deg.]F,
<EMI ID=71.1>
développées au tableau ci-après. Après que les rendements d'essence et de carbone et la conversion ont été déterminé pour ces conditions opératoires, celles-ci étaient modifiées de sorte que, dans la seconde partie de Inexpé-
<EMI ID=72.1>
espace de vapeur au-dessus du lit dense était maintenu à UOOQF en utilisant le moyen de chauffage précédemment mentionné. A nouveau, les. rendements d9essence et de carbone et la conversion étaient déterminés pour ce second jeu de conditions opératoires. Les résultats suivants étaient obtenus pour
(1) le procédé de cracking catalytique courant et (2) le procédé de cracking
<EMI ID=73.1>
<EMI ID=74.1>
On notera des résultats expérimentaux que le pourcentage de conversion
<EMI ID=75.1>
de 430[deg.]F et en coke) obtenu avec le procédé de la présenta invention était sensiblement plus élevé que celui obtenu avec le procédé de cracking catalytique courant, sous des conditions opératoires comparables. De manière plus précise, la conversion obtenue suivant la présente invention
<EMI ID=76.1>
bituel pour des conditions opératoires comparables. On notera, en outre, que cette augmentation importante de conversion était réalisée avec une légère augmentation seulement de la quantité de carbone produit. De la sorte;, on voit que le rapport essence carbone était pour la présente invention sensiblement supérieur à celui du procédé de cracking catalytique ha-
<EMI ID=77.1>
L'avantage du procédé de la présente invention est même encore plus mis en évidence par la dernière série de chiffres, présentée au tableau ci-avant, dans laquelle les rendements de carbone des deux procédés étaient
<EMI ID=78.1>
tion ne produit qu'environ la moitié du carbone par rapport au procédé de cracking catalytique habituel. Cette réduction importante de carbone est intéressante car elle signifie que, lorsqu'on emploie le présent procédé,, il est possible d'employer un régénérateur de catalyseur -m'ayant qu'environ la moitié de la capacité de celle requise dans un procédé de cracking catalytique habituel. De la sorte, il est évident que le procédé permettra des économies importantes dans les investissements nécessités pour la partie de régénération d'un système de cracking catalytique. Il doit être entendu, cependant, que les résultats améliorés mis en évidence par la présente invention peuvent être atteints. en tant que rendement amélioré d'essence ou, rendement diminué de carbone, ou en tant que combinaison des deux.
La figure 3 illustre une forme d'appareil pour la mise en oeuvre de la variante du procédé de la présente invention, lorsqu'on utilise un catalyseur finement divisé qui montre les propriétés d'un fluide, Le catalyseur employé peut être un catalyseur de silice-alumine,, de silice -magnésie, etc., ayant une gamme de dimensions de particules, telle que pratiquement tout le catalyseur est d'une dimension d'environ 10 à 100 microns. Il doit être compris, cependant, que le présent procédé est applicable également aux types à lit fixe ou à lit mobile de systèmes de cracking catalytique.
<EMI ID=79.1>
la mise en oeuvre d'une partie du procédé modifié de la présente Invention, et la référence 211 désigne un régénérateur pour l'enlèvement, par brûlage, des dépôts carbonés du catalyseur fluidifié en vue de rétablir l'activité catalytique de celui-ci.
Le gasoil hydrocarboné et le catalyseur fraîchement régénéré sont, d'abord, mis en contact dans un réacteur à conduit de transfert 212,, dans lequel il y a une turbulence importante. Le catalyseur fraîchement.
<EMI ID=80.1>
une extrémité du réacteur 212 par une canalisation verticale 213 partant du régénérateur 211, et le gasoil hydrocarboné pénètre dans la même extrémité du réacteur '212 par le conduit 214. Le réacteur 212 qui, dans cette forme d'application particulière de la présente invention, est incliné an-
<EMI ID=81.1>
fant.le gasoil hydrocarboné de manière suffisante pour que, lorsqu'il est combiné avec le catalyseur chaud fraîchement régénéré quittant le régénéra-
<EMI ID=82.1>
pérature. La vitesse de circulation du catalyseur fraîchement régénéré venant du régénérateur 211 par la canalisation verticale 213 est réglée par la vanne 216, et la fluidification de ce catalyseur dans la canalisation 213 est maintenue par de l'air ou de la vapeur, introduits par la conduite 215. La longueur et le diamètre du réacteur 212 sont suffisants pour convertir
<EMI ID=83.1>
res plus légères. La vitesse spatiale du gasoil hydrocarboné vaporeux
dans le réacteur 212 et, de préférence, comprise entre 10 et 100 poids/poids/ heure (poids d'alimentation hydrocarbonée/poids de catalyseur/heure), et la pression effective dans le réacteur 212 est, de préférence., comprise entre
15 et 50 livres par pouce carré. En plus, la vitesse superficielle des hydrocarbures vaporeux dans le réacteur 212 est, de préférence, d'environ 10 à 50 pieds/seconde, et le rapport catalyseur/huile en poids est, de
<EMI ID=84.1>
Les hydrocarbures partiellement convertis et le catalyseur partiellement épuisée provenant du réacteur-conduite de transfert 212,
<EMI ID=85.1>
ment épuisé. Les particules de catalyseur sont ainsi projetées par l'effet centrifuge contre la paroi du récipient 210 dans la zone de séparation 217. Un plateau annulaire 218, qui délimite la périphérie supérieure de la zone
<EMI ID=86.1>
210, pour aider à la séparation du catalyseur, d'avec les hydrocarbures vaporeux. L'aire transversale du récipient 210 n'est pas limitée de plus de
<EMI ID=87.1>
0,5 à 5 pieds par seconde. Dans la zone de séparation 217, les hydrocarbures vaporeux partiellement convertis sont ainsi séparés du catalyseur partiellement épuisé, lesdits hydrocarbures montant dans le récipient 210 par l'ouverture du plateau annulaire 218, et le catalyseur partiellement épuisé descendant le long de la paroi du récipient 210 dans la zone de séparation
217, du fait de la pesanteur. Le traitement ultérieur de ces hydrocarbures partiellement convertis sera développé en détail ci-après.
Les particules de catalyseur descendant de la zone de séparation
217 pénètrent dans une section du récipient 210, qui est de surface transversale plus petite que la zone 217, et qui opère comme zone d'enlèvement
<EMI ID=88.1>
forme d'un lit fluidifié turbulent dense. De la vapeur ou un autre gaz convenable est introduit dans la partie inférieure de la zone d'enlèvement
219 par les conduits 220, de sorte que pratiquement tous les hydrocarbures qui sont entraînés avec le catalyseur descendant sont séparés ou enlevés du catalyseur partiellement épuisé. La vapeur de séparation et les vapeurs hydrocarbonées séparées venant de la zone 219 s'élèvent dans la zone de séparation 217. Des chicanes 221 sont prévues dans la zone d'enlèvement 219 pour augmenter l'efficacité de l'opération de séparation ou enlèvement.
<EMI ID=89.1>
venant de la zone 219 descend' par la canalisation verticale 222 pour aller dans la conduitemontante 223. La canalisation 222 est pourvue d'une vanne
226 qui règle le passage du catalyseur partiellemant épuisé, du récipient
210 dans la conduite montante 223. La canalisation 222 est également pourvue d'une conduite 227 qui introduit un gaz fluidifiant tel que de la vapeur, pour maintenir le catalyseur partiellement épuisé dans un état fluidifié
Un gaz contenant de l' oxygène est introduit dans l'extrémité inférieure de la conduite montante 223 par un conduit 224, et le mélange du gaz contenant de l'oxygène et du catalyseur partiellement épuisé est envoyé par cette conduite de montée 223, dans la partie inférieure du régénérateur 211. Une grille 225 est employée à l'extrémité de décharge de la conduite montante 223 en vue de distribuer le mélange de catalyseur et de gaz de manière uniforme dans le régénérateur 211. Une petite quantité du coke est enlevée par brûlage du catalyseur dans la conduite montante 223.
Dans le régénérateur 211 le restant des dépôts ressemblant
à du coke, surle catalyseur, sont enlevés par brûlage grâce au gaz contenant de l' oxygène. Un lit fluidifié turbulent dense de particules de cata-
<EMI ID=90.1>
pérature comprise entre environ 1000 et 1300[deg.]Fo Une certaine quantité de catalyseur est emportée vers le haut dans le régénérateur 211, en provenance du lit fluidifié dense, avec les gaz de combustion formésdurant la réaction d'oxydations Les particules de catalyseur entraîné sont enlevées par un sé= parateur à cyclone 245, ou par un moyen de séparation équivalent, agencé au haut du régénérateur 211. Les gaz dé combustion sont enlevés du régénérateur
211 par un conduit 246, et les particules de catalyseur séparées des gaz
de combustion sont renvoyées au lit dense du régénérateur 211 par une cana-
<EMI ID=91.1>
Les hydrocarbures vaporeux partiellement convertis, après séparation du catalyseur partiellement épuisé dans la zone de séparation 217
<EMI ID=92.1>
229. La température moyenne dans cette zone est d'environ 15 à 25[deg.]F inférieure à la température moyenne du réacteur 212, car la phase de.cracking thermique dans le réacteur 212, et la phase de cracking thermique dans la zone d'imprégnation sont des réactions endothermiques qui réduisent la température des vapeurs hydrocarbonées" Il n'est pas nécessaire d'ajouter un supplément de chaleur aux vapeurs hydrocarbonées de la zone d'imprégnation 229, bien qu'on ait en vue de le faire dans le développement de la forme d'application modifiée de la présente invention. A une température, de
<EMI ID=93.1>
et en composants à point d'ébullition inférieur, en maintenant les hydrocarbures dans la zone d'imprégnation 229 pendant environ 0,5 à 5 minutes. Une petite quantité de cracking thermique se produit également dans la zone de séparation 217, après que les vapeurs hydrocarbonées ont été séparées du catalyseur et pendant que ces vapeurs s'élèvent vers la zone d'imprégnation
229.
<EMI ID=94.1>
prégnation 229. Une très petite quantité de coke est formée durant la phase de cracking thermique de la zone d'imprégnation 229, mais cette quantité est insignifiante comparativement au coke formé dans le réacteur 212. De même, puisqu'une petite quantité de catalyseur peut être entraînée avec les vapeurs hydrocarbonées passant à la zone, d'imprégnation 229 en venant de
<EMI ID=95.1>
catalyseur entraîné.
Les produits hydrocarbonés vaporeux venant de la zone d'imprégnation 229 s'élèvent dans une seconde zone de contact 230 du récipient
210, dans laquelle les produits hydrocarbonés vaporeux sont mis en contact avec du catalyseur partiellement épuisé. Une petite partie du catalyseur
<EMI ID=96.1>
circulation des particules de catalyseur partiellement épuisé dans la conduite 231. Celle-ci est également pourvue d'une conduite 233 par laquelle un gaz fluidifiant, tel que de la vapeur, est introduit en vue de maintenir les particules de catalyseur partiellement épuisé dans un état fluidifié dans la conduite 231. Les particules de catalyseur partiellement épuisé pénètrent dans la partie inférieure de la conduite montante 234 où elles sont combinées avec un gaz fluidifiant, tel que de la vapeur, qui pénètre dans
la partie inférieure de cette conduite 234 par une conduite 235. Les particules de catalyseur partiellement épuisé sont emportées vers le haut par la conduite montante 234 et sont déchargées dans la partie supérieure d'une seconde zone de mise en contact 230 du récipient 210 au-dessus d'un plateau supérieur 236. Des plaques ou plateaux perforés horizontaux 236, 237 et
238 sont prévus dans la zone de contact 230 pour procurer un contact intime entre les vapeurs hydrocarbonées et le catalyseur partiellement épuisé. Le catalyseur se trouvant dans la zone 230 est maintenu en lits fluidifiés
<EMI ID=97.1>
prévue dans les plateaux et circulent à travers le lit fluidifié dense de chaque plateauo Chaque plateau perforé est pourvu d'un conduit vertical
de descente qui maintient un niveau déterminé de catalyseur surchaque plateau et constitue également un moyen permettant la circulation du catalyseur d'un plateau au plateau inférieure Le haut du conduit vertical de chaque plateau est disposé en un point suffisamment élevé au-dessus dudit plateau pour maintenir le niveau du lit fluidifié de catalyseur sur ce plateau, au-dessus du bas du conduit vertical du plateau supérieur, et ce afin d'empêcher que les vapeurs hydrocarbonées ne s'élèvent par le conduit vertical directement vers le plateau supérieur. A la figure 3, le catalyseur partiellement épuisé déchargé de la conduite montante 234 forme un lit fluidifié turbulent dense sur le plateau 236. Dès que du catalyseur supplémentaire est déchargé par
<EMI ID=98.1>
plateau 236 passe dans le conduit de descente 239 vers le plateau 237 ou il circule vers la gauche en considérant la figure 3. Le catalyseur descend alors par le conduit de descente 240 vers le plateau 238, circule sur celuici, vers la droite, à la figure 3, et passe ensuite dans le conduit de descente 241. Celui-ci diffère des autres conduits de descente en ce que le catalyseur se décharge de ce conduit 241 dans la zone de séparation 217.
Le conduit 241 communique avec la zone de séparation 217 par une ouverture du plateau annulaire 218. Le catalyseur quittant le conduit de descente
241 est ainsi introduit dans la zone de séparation 217 suivant la paroi du
<EMI ID=99.1>
cend ensuite, di fait de la pesanteur, dans le lit fluidifié dense de la zone d'enlèvement 219.
Cette variante de 1* invention n'est pas limitée aux trois plateaux de la figure 3, car un ou plusieurs plateaux peuvent être utilisés pour les buts de la présente invention. De même, tout moyen équivalent de mise en contact peut être employé dans la zone de contact230. En outre, le catalyseur partiellement épuisé retiré de la zone de contact 230 pourrait
<EMI ID=100.1>
talyseur épuisé dans la zone de contact 230 car le but de la phase de posttraitement catalytique dansla zone de contact 230 est de procurer une phase de cracking léger avec peu de formation de coke, demanière à convertir les dioléfines, qui étaient formées dans la phase de cracking thermique dans la zone d'imprégnation 229,en leurs formes hydrocarbonées saturées. Cette phase améliore 1' indice d'octane de la fraction d'essence et, en plus, améliore la stabilité de tous les produits hydrocarbonés provenant de la pré-
<EMI ID=101.1>
distillation. En outre, il se réalise dans la phase de post-traitement catalytique une petite quantité de conversion supplémentaire, à savoir 2 à 6�.
<EMI ID=102.1>
lèvent de la zone de contact 230 en même temps qu'une petite quantité de particules de catalyseur entraîné, et passent par le séparateur à cyclone 242,
<EMI ID=103.1>
vaporeux sont séparés du catalyseur entraîné. Les vapeurs hydrocarbonées pratiquement exemptes de catalyseur quittent le haut du récipient 210 par le conduit 243, et les particules de catalyseur, séparées des vapeurs hydrocarbonées dans le séparateur 242, sont renvoyées au lit fluidifié dense se trouvant sur le plateau 236 delazone de contact 230, et ce grâce à la canalisation plongeante 244.
D'autre forme d'appareils intéressants pour le procédé seront suggérés en étudiant la figure 3. Par exemple, il n'est pas nécessaire que la phase d'imprégnation et la phase de post-traitement catalytique soient réalisées dans un seul récipient, comme montré à la figure 3, car deux ré-cipients séparés peuvent être employés pour atteindre aux mentes résultats.
<EMI ID=104.1>
pient ou un nombre quelconque de récipients séparés pour le présent procédé,
Il est également possible d'employer du catalyseur fraîchement
<EMI ID=105.1>
montré précédemment, il est préférable d'employer un catalyseur partielle-
<EMI ID=106.1>
ce, de gasoils qui produisent une proportion élevée de coke, tels que des gasoils ayant une teneur 'élevée en aromatiques ou en azote, la présente invention peut être avantageusement utilisée avec tout type quelconque de charge d'alimentation hydrocarbonée de cracking.
L'exemple suivant de la forme modifiée du procédé n'est pas destiné à limiter la présente invention, mais plutôt à illustrer le déroulement de ce procédé et ses avantages sur les procédés de cracking catalyti= que courants. Dans cet exemple, 1000 barils de gasoil bydrocarboné par heu-
<EMI ID=107.1>
et provient d'une huile brute du bassin de Los Angeles. En même temps,
1800 tonnes par heure de catalyseur synthétique de silice-alumine, ayant une gamme de dimensions de 10 à 100 microns, et se trouvant à une tempéra-
<EMI ID=108.1>
seur/huile en poids est d'environ 11/1 dans le réacteur 212. Celui-ci a 6 pieds de diamètre et 50 pieds de longueur. La vitesse spatiale des vapeurs hydrocarbonées dans le réacteur 212 est de 40 poids/poids/heure, et la vi-
<EMI ID=109.1>
est de 15 pieds par seconde. La pression effective dans ce réacteur 212. est de 20 livres par pouce carré. Sous les conditions de cracking susdites, la conversion du gasoil hydrocarboné en essence, autres composants à bas
<EMI ID=110.1>
heure sont ainsi formées sur le catalyseur dans le réacteur 212.
Les hydrocarbures partiellement convertis et le catalyseur par-
<EMI ID=111.1>
bonées dans la zone de séparation 217 est de 1 pied par seconde, et leur durée de séjour est de 10 secondes. Les vapeurs hydrocarbonées s'élèvent de la zone de séparation 217 dans la zone d'imprégnation 229, dans laquelle
<EMI ID=112.1>
sion effective, de 15 livres par pouce carré. La durée de séjour des vapeurs hydrocarbonées dans la zone d'imprégnation 229 est de 30 secondes, et la vites-
<EMI ID=113.1>
gnation 229 étant des dioléfines.
Environ 1600 tonnes de catalyseur par heure, calculées sans le coke, sont enlevées de la conduite verticale 222, et sont combinées avec
<EMI ID=114.1>
talyseur par brûlage, dans la conduite montante 223 et le régénérateur 211,
<EMI ID = 1.1>
in. components of lower boiling point, and more particularly relates to a process for the conversion of hydrocarbons, in which the conversion to coke is minimized. The invention still more especially relates to a process which comprises a combination of catalytic and thermal cracking phases, by which a high gasoline / coke ratio is achieved.
In the common catalytic cracking process, a carbonated gas oil is contacted with a bed of catalytic material in a reaction apparatus to thereby convert the gas oil to components of
lower boiling point. For this purpose, a number of types of catalyst beds have been used, such as fixed beds, moving beds, and fluidized beds, all of which are well known in the petroleum industry. During the contacting of the gas oil with the catalyst which is in the form of any of the above types of beds, a carbonaceous or coke-like deposit is left on the catalyst. This carbonaceous deposit reduces the efficiency of the catalyst to convert gas oil to lower boiling point components, and it is, therefore, necessary to remove this similar deposit, to coke, catalyst, or others. words, to regenerate it, so that it can be used for further catalytic cracking.
This is achieved by separating from hydrocarbons, spent or fouled coke catalyst and burning away the coke-like deposit with an oxygen-containing gas.
<EMI ID = 2.1>
If it is "exhausted", its catalytic activity is in reality only partially exhausted. In general, however, the catalyst has lost a significant portion of its catalytic activity.
By changing the reaction conditions, such as temperature, space velocity, residence time, etc., the conversion of gas oil to gasoline can be increased in a catalytic cracking process.
However, in general, as the conversion of gas oil to gasoline is increased, the amount of coke formed and deposited on the catalyst also increases. Although it is desirable to maximize the quantity of gas oil converted into gasoline, the degree of this conversion is therefore limited by the quantity of carbonaceous or coke-like deposits deposited on the catalyst, and the facilities provided for removing by burning. these carbon deposits. Therefore, there is normally an economic balance between converting diesel to gasoline, and the investments required for regeneration equipment.
As the regeneration equipment represented a significant part of the investment for a catalytic cracking system, the conversion of diesel to gasoline in a given catalytic cracking system is, therefore, normally limited to the capacity of the regeneration equipment, which was economically justified. originally. Certain gas oils, such as those which contain a high proportion of aromatics or have a high nitrogen content, will give a significantly higher coke / gasoline ratio than would give paraffinic or naphthenic gas oils. Because of the strong tendency of these gas oils to form coke, it is normally necessary to reduce the conversion of gas oil to gasoline, since regeneration equipment is a limitation in the catalytic cracking process. Until.
<EMI ID = 3.1>
high in gasoline could be obtained by starting from these gas oils, without providing regeneration equipment, of abnormally high capacity.
An object of the present invention is to achieve a high conversion of gas oil into gasoline, while at the same time keeping the quantity of coke formed on the catalyst to a minimum.
Another object of the present invention is to reduce the investment costs for the regeneration equipment required for catalytic cracking systems. Another object is to give stable products starting from a catalytic cracking process.
<EMI ID = 4.1>
hydrocarbon are converted to gasoline, other components boiling below about 430 [deg.] F, and coke, so that no more than about 5% by weight of the hydrocarbon gas oil is obtained, converted to coke. The resulting lower boiling vaporous hydrocarbon products are then separated from the resulting spent catalyst, so that the concentration of catalyst in the separated vaporous hydrocarbon products
<EMI ID = 5.1>
impregnation phase of the present invention, there is practically no formation of coke. Then, the hydrocarbon vapors are collected and fractionated into a number of desired fractions including a gasoline fraction. Thus, the initial contacting of the hydrocarbon gas oil with the catalyst gives the major part of the conversion of the hydrocarbon gas oil into high quality gasoline, and the subsequent impregnation phase or mainly thermal cracking phase provides an additional conversion without new practical training of coke. This invention
<EMI ID = 6.1>
is especially interesting for diesel with high carbon production.
In another form of application of the invention, the vaporous catalytically cracked products are maintained or impregnated at a temperature.
<EMI ID = 7.1>
that a certain amount of diolefins is produced during this impregnation phase, the resulting hydrocarbons are then contacted in a post-treatment phase with additional catalyst, which is preferably the partially spent catalyst from the phase initial catalytic cracking, so as to convert most of the diolefins into saturated hydrocarbon products to thereby improve the stability of the end products of the present invention. A small amount of coke is formed, and a small amount of addition conversion
<EMI ID = 8.1>
stable gasoline / coke, and it also allows, as a result, to reduce to a minimum the investments in apparatus and * regeneration.
The initial contact of hydrocarbon gas oil with catalyst results in the major part of the conversion of the hydrocarbon gas oil to high grade gasoline. The impregnation phase, or mainly thermal cracking phase, provides additional conversion with virtually no new coke formation, but a certain amount of diolefins.
<EMI ID = 9.1>
impregnation zone are diolefins. The removal of these diolefins in the catalytic aftertreatment phase significantly improves the stability of the final hydrocarbon products, including gasoline and intermediate distillates, so that they are stable with respect to color and also that they are stable. they do not oxidize to form unwanted ranges and peroxides. The catalytic post-treatment phase improves
<EMI ID = 10.1>
benefits of the present invention, and also achieves a small amount of additional conversion. The use of the three phases, namely, cracking
<EMI ID = 11.1>
high port from gasoline production to coke production, in addition to stable intermediate gasoline and distillate.
<EMI ID = 12.1>
tion, a catalytic cycle feed containing about 40% by weight of
<EMI ID = 13.1>
version, in a usual catalytic cracking process. From an economic point of view, it would be very advantageous to crack the cycle load
<EMI ID = 14.1>
high coke would require very large regeneration equipment. Such a requirement is simplified by the application variant of the invention =
<EMI ID = 15.1>
lement in the initial phase of catalytic cracking of this variant of application. The hydrocarbon products originating from this initial catalytic cracking phase would then be maintained at a temperature
<EMI ID = 16.1>
total conversion of the order of 50% would be achieved. The resulting coke formation would be only about 5% by weight in the present invention.
<EMI ID = 17.1>
catalytic cracking.
In another example of the variant application of the invention
<EMI ID = 18.1>
version in a usual catalytic cracking process, the diesel oil would be = treated according to this variant up to 35 to 40% conversion in the initial catalytic cracking phase, and the resulting hydrocarbon products
<EMI ID = 19.1>
in weight. In this example, and in the previous example, the catalytic post-treatment phase will produce a small increase in coke and conversion.
The process of the present invention will be readily understood by reference to the accompanying drawings.
FIG. 1 is a schematic view of one form of apparatus suitable for carrying out the method of the first form of application of the invention. Figure 2 is a schematic view of another form of apparatus for carrying out the method of the first embodiment of the invention. Figure 3 is a schematic view of one form of apparatus intended to implement the variant of the invention, broken parts facilitating understanding.
It should be understood that the present invention is not limited to the particular apparatus shown in the drawings, as a reading of the present description will suggest to those skilled in the art other forms of apparatus which may implement the method. of the present invention.
<EMI ID = 20.1>
finely divided. In this particular application form of the present invention, hot freshly regenerated catalyst is introduced.
<EMI ID = 21.1> <EMI ID = 22.1>
The production is controlled by a valve 12 provided in the conduit 11. The catalyst employed may be a natural catalytic substance, such as acid-treated clay, or a synthetic catalytic substance, such as silica-alumina, of silica-magnesia, etc. Typically, the finely subdivided catalyst particles are less than about 250 microns in average diameter, and normally the particles will have a size range such that substantially all of such particles are between about 20 and 100 microns in average diameter.
The catalyst passing through line 11 will normally be obtained from a regenerator (not shown), in which carbonaceous deposits are removed, by burning, from the spent catalyst produced in the present invention, as hereinafter described in detail. Thus, in the particular application form of the present invention, as shown in Fig. 1, the finely divided catalyst will flow continuously between the reactor 10 and the regenerator, which may be any current regenerator arranged to regenerate a catalyst. finely divided.
Before the introduction of the finely divided catalyst into the bottom of the reactor 10, it is combined with a hydrocarbon-based gas oil introduced into the pipe 11 through the pipe 13 at a speed regulated by a valve 14 provided in this pipe 13. The hydrocarbon-based gas oil will generally have a
<EMI ID = 23.1>
direct with high temperature product streams, or by a preheating furnace (not shown). The amount of preheating required will depend on a number of factors, such as the temperature of the catalyst
<EMI ID = 24.1>
catalyst / oil feed port to vessel 10, which may be about 5 to 15 by weight, the desired reaction temperature in the vessel
10, etc ...
The catalyst-oil mixture is then introduced into the bottom
reactor 10 at a rate such that the superficial velocity of the oil vapors rising therein is about 0.5 to 5 feet per second, preferably about 1 to 3 feet per second. At these vapor speeds, the finely divided catalyst will form a dense fluidized bed 15 in the lower portion of vessel 10, the bed having a density of about 30 to 50 pounds per cubic foot. The reaction temperature in vessel 10 will be main-
<EMI ID = 25.1>
effective pressure in reactor 10 will normally be maintained at about 0 to 50 pounds per square inch. As noted above, the finely divided catalyst in reactor 10 will generally be maintained as a dense bed 15 in the lower portion of reactor 10,
and this dense bed will have a relatively well defined upper level L, which is maintained there by continuous removal of catalyst, from the dense bed 15 through
to an outlet duct 20 which extends upward into the dense bed 15 of the vessel 10, to a point slightly below the upper level
<EMI ID = 26.1>
20 is controlled by a valve 21 provided in the coaduct 20. The retention of the catalyst in the reactor 10 should be of sufficient time to provide a space velocity of about 1 to 5 pounds of hydrocarbon oil per hour per pound of catalyst. maintained in this reactor 10. The catalyst removed from the dense bed 15 through line 20 passes to the aforementioned regenerator (not shown) associated with reactor 10 and in which the carbonaceous deposits are removed, by burning, the spent catalyst, with air, the resulting regenerated catalyst returning to reactor 10 through line 11.
In this way., In the particular form of application of the present invention, as shown in FIG. 1, the hydrocarbon vapors pass from the bottom upwards in the reactor 10 through the dense bed 15, in which they are. converted to lower boiling point products, and coke which is deposited on the finely divided catalyst to thereby provide spent catalyst. Reaction conditions in reactor 10
<EMI ID = 27.1>
inside the tubular heating coil 31. In the heat exchanger 30, the hydrocarbon vapors are heated to a temperature.
<EMI ID = 28.1>
be understood that all the vaporous hydrocarbon products formed in the reactor 10 are heated to this particular temperature, namely
<EMI ID = 29.1>
conduits 32 and 34 are controlled by valves 33 and 35 to produce
<EMI ID = 30.1>
in the oven 30. The gaseous combustion products, coming from the heat exchanger 30, are removed through a duct 37.
Instead of using a 30 coma furnace heat exchanger, it p. may be convenient to introduce the hot combustion gas from the re-
<EMI ID = 31.1>
used in the heat exchanger 30 to heat the vapors produced passing through the coil 31o In this case, the duct 37 can be used
<EMI ID = 32.1>
geur 30. The gases leaving the heat exchanger 30 through the conduit 37 can be released directly to the atmosphere "or they can pass through other heat exchangers to recover a major part of their sensible heat. For example, , the hot gases leaving the exchanger 30 can be used to preheat the fresh hydrocarbon gas oil which is introduced into the system of the present invention through line 13.
The length and the diameter of the coil 31 are chosen so that the vaporous hydrocarbon products which are introduced therein come from
<EMI ID = 33.1>
hold the vapors heated, in this temperature range, for about half a second to 10 seconds, before splitting them into desired fractions, as will be explained in detail below. The particular length and diameter of the coil 31 required will depend on the rate of circulation of the hydrocarbon vapors, the temperature of the heating medium in the heat exchanger 30, the heat exchange coefficients involved, etc. The temperature at which the hydrocarbon vapors are heated in the coil 31 and the residence time of the vapors in the range
<EMI ID = 34.1>
<EMI ID = 35.1>
small quantity of vaporous hydrocarbons introduced into the coil
31 will be converted to coke. Normally this amount of coke will not exceed
<EMI ID = 36.1>
which are thermally cracked are introduced tangentially into the casing 42 of the cyclone separator 41 through the inlet 43. In the casing 42, the vapors are stirred so that the small amount of catalyst. driven is projected against the internal wall of the housing 42 due to the centrifugal force and is separated from the mass of hydrocarbon vapors. The catalyst falls along the inner wall of the casing 42 and, from the latter, into the dip pipe 45 which communicates by its base with the dense bed.
15 of reactor 10. In this way, the finely divided catalyst entrained
is separated from the hydrocarbon vapors, in the cyclone separator 41,
and is returned to the system through the dip pipe 45 which extends, through its base, under the upper level L of the dense bed 15. The separated by-carbon vapors are removed from the cyclone separator 41 through the outlet pipe 44, which is arranged centrally in the housing 42 by the upper part thereof. It should be understood that the positions of the separa-
<EMI ID = 37.1>
30, after which the resulting heated vapors would enter conduit 44. In this case !! the cyclone separator 41 could be arranged in the upper part of the reactor 10.
The hot hydrocarbon vapors passing through line 44 are introduced into the lower part of the fractionation apparatus.
<EMI ID = 38.1>
by reflux and are separated into at least two fractions. It will be understood that the residence time of 1/2 to 10 seconds, required to impregnate the vapors
<EMI ID = 39.1>
comprises the coil 31 to the fractionation apparatus 50. The. cyclone separator 41 and conduits 40 to 44 are preferably insulated in order to maintain the hydrocarbons at this impregnation temperature. In this particular application form of the present invention, gasoline and other components boiling below about 4300 F are removed at the same time.
<EMI ID = 40.1>
fraction of deposits through line 52. It should be understood, however, that the hydrocarbon products can be fractionated into several product streams if desired, by providing the fractionation apparatus
<EMI ID = 41.1>
such 50 may be any common type of fractionation means intended for the separation of hydrocarbons, and may be provided with plates.
<EMI ID = 42.1>
partially tell the vapors from the heat exchanger 30 before they are introduced into the cyclone separator 41. This is how
<EMI ID = 43.1> <EMI ID = 44.1>
ron 20 to 100 microns. The finely divided catalyst passing through the duct
101 is normally a hot freshly regenerated catalyst obtained from a regenerator (not shown *) in which carbonaceous deposits have been burnt off from the spent catalyst which is produced in the process of the present invention, as will be described. in detail below.
<EMI ID = 45.1>
is introduced into the conduit 101 by the conduit 103 comprising a valve.
104, in order to mix in this line 103 with the finely divided catalyst. Hydrocarbon gasoline can be preheated to a temperature of up to about 700 [deg.] F using heat exchangers (not shown) or using a preheating furnace (not shown). The relative quantities of catalyst and of hydrocarbon-based gas oil, introduced into the bottom of the reactor 100, are regulated by means of the valves 102 and 104. of the conduits 101.
<EMI ID = 46.1>
per second, and so that the concentration of catalyst in the reaction
<EMI ID = 47.1>
the hydrocarbon vapors and the catalyst will flow upwards in the reactor 100 substantially as usual, so that no dense bed of finely divided catalyst, having a well defined upper level as at <EMI ID = 48.1>
original hydrocarbon soil.
The resulting slurry of vaporous lower boiling point hydrocarbon products and spent catalyst is removed from the top of transfer line reactor 100 through line 110 which communicates at its other end with cyclone separator 111. Hydrocarbon products vapor and the catalyst are introduced tangentially into the casing 112 of the cyclone separator 111 through the inlet 113. The catalyst-oil slurry is stirred in the casing 112 to achieve rapid separation of the finely divided catalyst from the hydrocarbon vapors which are removed from the vapor. upper part of the housing 112 via the outlet pipe 114 disposed centrally. The separated catalyst particles descend and exit the housing 112 through line 1159 from where the catalyst
<EMI ID = 49.1>
to remove, by burning, the carbonaceous deposits of the spent catalyst. Then this regenerated catalyst is reintroduced into the reactor with a trans- <EMI ID = 50.1>
gene, such as air, is introduced through line 124 comprising a valve 125. The valves 123 and 125 of lines 122 and 124 are adjusted to
<EMI ID = 51.1>
fuel that is burned to achieve the desired heating. -In this case, the combustion products are removed from inside the heat exchanger 120 through an outlet line 126. The gaseous combustion products leaving the heat exchanger 120 through the outlet line 126 can be vented directly to the atmosphere, or they can first
<EMI ID = 52.1>
to recover most of their sensible heat. Or, the heat exchanger 120 may employ hot combustion gases having a
<EMI ID = 53.1>
which is associated with the transfer line reactor 100. In this case, the hot combustion gases coming from the regenerator would be introduced through line 123 and / or line 124, and would be removed from within.
<EMI ID = 54.1>
<EMI ID = 55.1>
so that the vaporous hydrocarbon products passing through the coil
<EMI ID = 56.1>
required, will depend on the heat transfer coefficients involved)) on the temperature of the heating medium etc ... Likewise, it is necessary that the resulting heated vapors be kept within this range
<EMI ID = 57.1>
ture existing in the reactor 100. The particular temperature to which the hydrocarbon vapors are heated in the heat exchanger 120
<EMI ID = 58.1>
before fractionation will obviously depend on the thermal cracking properties of the particular hydrocarbon gas oil introduced into the system of the present invention.
The heated vaporous hydrocarbons which are thermally cracked are removed from the coil 121 of the heat exchanger 120 by a conduit 130 which communicates? at its other end, with the fractionating apparatus 131, in which the hydrocarbon products are partially cooled by reflux and are separated into at least two product streams. In this form of application of the invention, the converted hydrocarbons are separated into a fraction boiling below about 4300F
<EMI ID = 59.1>
which is removed through conduit '133. However, it will be understood that additional product streams can be removed by providing the fractionation apparatus 131 with sidestream take-off lines (not shown). The fractionator 131, which is of the standard type.
<EMI ID = 60.1>
in order to improve its fractionation efficiency If desired, the thermally cracked vapors from the heat exchanger 120 can be cooled or quenched below an active cracking temperature, before they are introduced into 1 * fractionation apparatus
<EMI ID = 61.1>
10 seconds, so that the desired additional conversion is obtained.
A reading of this description will suggest that technicians
<EMI ID = 62.1>
method of the present invention, and it should be understood that the present invention is not limited to the particular apparatuses shown in the drawings.
<EMI ID = 63.1> Figure 2. Thus, the process of the present invention is also suitable for use in a system in which the catalyst is maintained either as a fixed bed or as a moving bed. . In either of these two types of systems, the present process could be implemented by passing the hydrocarbon vapors of gas oil through the catalyst bed under cracking conditions of <EMI ID = 64.1>
This, the resulting converted hydrocarbon vapor products would be separated into the desired product fractions. If the process of the first form of the present invention were used with a fixed catalyst bed or a moving catalyst bed, the present invention would be somewhat simplified.
<EMI ID = 65.1>
the catalyst entrainment in vaporous hydrocarbon products :, as one finds in the fluidized systems. However, fluidized systems generally show some advantages over fixed-bed and moving-bed types of system, for example, better use of heat from the regenerator, easier control of variations.
<EMI ID = 66.1>
The following experiment has been carried out and is explained below with a view to illustrating the advantages deriving from the process of the first form of the invention, compared with the catalytic cracking process.
<EMI ID = 67.1>
68 gram batch fluidized catalytic cracking cracker, in which Elk Basin heavy gas oil, which is a typical catalytic cracking feedstock, was catalytically cracked with a commercial silica-magnesia catalyst, having a size range of d. 'approximately 44 and 147 microns. Elk Basin's heavy gas oil had a boiling range of about 400 to
<EMI ID = 68.1>
Finely divided silica-magnesia was maintained, during this experiment, in the bottom of the reactor of the catalytic cracking unit in the form
<EMI ID = 69.1>
lute or vapor space, in which the catalyst concentration was about 0.01 lb / cubic foot. This diluted phase was provided with an electric heating means so that the temperature of the diluted phase could
<EMI ID = 70.1> dense bed. The vaporous hydrocarbon products passed from the cracking unit through a water-jacketed condenser, and were collected in a receiving device placed in a dry ice-varsol bath. The condensed liquid hydrocarbon products were then divided in a small batch still to determine product yields.
In the first part of this experiment, the dense bed and the dilute phase were maintained at the same temperature, namely 925 [deg.] F,
<EMI ID = 71.1>
developed in the table below. After the gasoline and carbon yields and conversion were determined for these operating conditions, these were changed so that in the second part of Inexpec.
<EMI ID = 72.1>
vapor space above the dense bed was maintained at UOOQF using the previously mentioned heating means. Again, the. Gasoline and carbon yields and conversion were determined for this second set of operating conditions. The following results were obtained for
(1) the common catalytic cracking process and (2) the cracking process
<EMI ID = 73.1>
<EMI ID = 74.1>
It will be noted from the experimental results that the percentage of conversion
<EMI ID = 75.1>
of 430 [deg.] F and in coke) obtained with the process of the present invention was appreciably higher than that obtained with the current catalytic cracking process, under comparable operating conditions. More precisely, the conversion obtained according to the present invention
<EMI ID = 76.1>
common for comparable operating conditions. It will also be noted that this significant increase in conversion was achieved with only a slight increase in the amount of carbon produced. In this way ;, it can be seen that the gasoline-carbon ratio was for the present invention significantly higher than that of the catalytic cracking process ha-
<EMI ID = 77.1>
The advantage of the process of the present invention is even more evidenced by the last series of figures, presented in the table above, in which the carbon yields of the two processes were
<EMI ID = 78.1>
tion produces only about half of the carbon compared to the usual catalytic cracking process. This large reduction in carbon is of interest because it means that when the present process is employed it is possible to employ a catalyst regenerator having only about half the capacity of that required in a process. usual catalytic cracking. In this way, it is obvious that the process will allow significant savings in the investments required for the regeneration part of a catalytic cracking system. It should be understood, however, that the improved results demonstrated by the present invention can be achieved. as improved gasoline efficiency or decreased carbon efficiency, or as a combination of the two.
Figure 3 illustrates one form of apparatus for carrying out the variant of the process of the present invention, when a finely divided catalyst which shows the properties of a fluid is used. The catalyst employed may be a silica catalyst. -alumina, silica-magnesia, etc., having a range of particle sizes such that substantially all of the catalyst is about 10 to 100 microns in size. It should be understood, however, that the present process is also applicable to fixed bed or moving bed types of catalytic cracking systems.
<EMI ID = 79.1>
the implementation of a part of the modified process of the present invention, and the reference 211 designates a regenerator for the removal, by burning, of carbonaceous deposits from the fluidized catalyst in order to restore the catalytic activity of the latter.
The hydrocarbon gas oil and the freshly regenerated catalyst are first contacted in a transfer duct reactor 212, in which there is significant turbulence. The catalyst freshly.
<EMI ID = 80.1>
one end of the reactor 212 through a vertical pipe 213 extending from the regenerator 211, and the hydrocarbon gas oil enters the same end of the reactor 212 through the pipe 214. The reactor 212 which, in this particular form of application of the present invention, is inclined an-
<EMI ID = 81.1>
sufficient hydrocarbon fuel oil such that when combined with the freshly regenerated hot catalyst leaving the regeneration
<EMI ID = 82.1>
perature. The speed of circulation of the freshly regenerated catalyst coming from the regenerator 211 through the vertical pipe 213 is regulated by the valve 216, and the fluidization of this catalyst in the pipe 213 is maintained by air or steam, introduced through the pipe. 215. The length and diameter of the reactor 212 are sufficient to convert
<EMI ID = 83.1>
res lighter. The space speed of vaporous hydrocarbon diesel
in the reactor 212 and, preferably, between 10 and 100 weight / weight / hour (weight of hydrocarbon feed / weight of catalyst / hour), and the effective pressure in the reactor 212 is, preferably., between
15 and 50 pounds per square inch. In addition, the superficial velocity of the vaporous hydrocarbons in reactor 212 is preferably about 10 to 50 feet / second, and the catalyst / oil ratio by weight is,
<EMI ID = 84.1>
Partially converted hydrocarbons and partially spent catalyst from transfer line reactor 212,
<EMI ID = 85.1>
ment exhausted. The catalyst particles are thus projected by the centrifugal effect against the wall of the container 210 in the separation zone 217. An annular plate 218, which delimits the upper periphery of the zone.
<EMI ID = 86.1>
210, to aid in the separation of the catalyst from the vaporous hydrocarbons. The cross-sectional area of the container 210 is not limited by more than
<EMI ID = 87.1>
0.5 to 5 feet per second. In separation zone 217, the partially converted vaporous hydrocarbons are thus separated from the partially spent catalyst, said hydrocarbons rising into vessel 210 through the opening of annular tray 218, and partially spent catalyst descending along the wall of vessel 210. in the separation zone
217, due to gravity. The further processing of these partially converted hydrocarbons will be developed in detail below.
The catalyst particles descending from the separation zone
217 enter a section of the container 210, which is of a smaller cross-sectional area than zone 217, and which operates as a removal zone
<EMI ID = 88.1>
form of a dense turbulent fluidized bed. Steam or other suitable gas is introduced into the lower part of the removal zone
219 through lines 220, so that substantially all of the hydrocarbons which are entrained with the descending catalyst are separated or removed from the partially spent catalyst. Separation vapor and separated hydrocarbon vapors from zone 219 rise in separation zone 217. Baffles 221 are provided in stripping zone 219 to increase the efficiency of the separation or removal operation.
<EMI ID = 89.1>
coming from the zone 219 goes down through the vertical pipe 222 to go into the upward pipe 223. The pipe 222 is provided with a valve
226 which regulates the passage of the partially exhausted catalyst from the
210 in the riser pipe 223. The line 222 is also provided with a pipe 227 which introduces a fluidizing gas such as steam, to maintain the partially spent catalyst in a fluidized state.
An oxygen-containing gas is introduced into the lower end of the riser 223 through a conduit 224, and the mixture of the oxygen-containing gas and the partially spent catalyst is sent through this riser 223, into the. lower portion of regenerator 211. A grate 225 is employed at the discharge end of riser 223 in order to distribute the catalyst and gas mixture evenly throughout regenerator 211. A small amount of the coke is burnt off. of the catalyst in the riser 223.
In regenerator 211 the remainder of the deposits resembling
coke, on the catalyst, are burnt off with the oxygen-containing gas. A dense turbulent fluidized bed of catalyst particles
<EMI ID = 90.1>
temperature between approximately 1000 and 1300 [deg.] Fo A certain quantity of catalyst is carried upwards in the regenerator 211, from the dense fluidized bed, with the combustion gases formed during the oxidation reaction The particles of catalyst entrained are removed by a cyclone separator 245, or by an equivalent separation means, arranged at the top of the regenerator 211. The combustion gases are removed from the regenerator
211 through a line 246, and the catalyst particles separated from the gases
of combustion are returned to the dense bed of regenerator 211 through a duct.
<EMI ID = 91.1>
Partially converted vaporous hydrocarbons, after separation of the partially spent catalyst in separation zone 217
<EMI ID = 92.1>
229. The average temperature in this zone is about 15 to 25 [deg.] F lower than the average temperature of reactor 212, because the thermal cracking phase in reactor 212, and the thermal cracking phase in the zone. impregnation are endothermic reactions which reduce the temperature of the hydrocarbon vapors. "It is not necessary to add additional heat to the hydrocarbon vapors of the impregnation zone 229, although it is intended to do so in development of the modified application form of the present invention. At a temperature of
<EMI ID = 93.1>
and lower boiling point components, maintaining the hydrocarbons in the impregnation zone 229 for about 0.5 to 5 minutes. A small amount of thermal cracking also occurs in separation zone 217, after the hydrocarbon vapors have been separated from the catalyst and as these vapors rise to the impregnation zone.
229.
<EMI ID = 94.1>
pregnation 229. A very small amount of coke is formed during the thermal cracking phase of impregnation zone 229, but this amount is insignificant compared to the coke formed in reactor 212. Likewise, since a small amount of catalyst can be entrained with the hydrocarbon vapors passing to the impregnation zone 229 coming from
<EMI ID = 95.1>
entrained catalyst.
The vaporous hydrocarbon products coming from the impregnation zone 229 rise in a second contact zone 230 of the container.
210, wherein the vaporous hydrocarbon products are contacted with partially spent catalyst. A small part of the catalyst
<EMI ID = 96.1>
circulation of the particles of partially spent catalyst in line 231. This is also provided with a line 233 through which a fluidizing gas, such as steam, is introduced in order to maintain the particles of partially spent catalyst in a state fluidized in line 231. Partially spent catalyst particles enter the lower portion of riser 234 where they are combined with a fluidizing gas, such as steam, which enters the pipe.
the lower part of this pipe 234 by a pipe 235. Partially spent catalyst particles are carried upwards by the riser pipe 234 and are discharged in the upper part of a second contacting zone 230 of the container 210 at the top. top of a top plate 236. Horizontal perforated plates or trays 236, 237 and
238 are provided in contact zone 230 to provide intimate contact between the hydrocarbon vapors and the partially spent catalyst. The catalyst in zone 230 is kept in fluidized beds
<EMI ID = 97.1>
provided in the trays and circulate through the dense fluidized bed of each tray o Each perforated tray is provided with a vertical duct
of descent which maintains a determined level of catalyst on each plate and also constitutes a means allowing the circulation of the catalyst from a plate to the lower plate The top of the vertical duct of each plate is arranged at a sufficiently high point above said plate to maintain the level of the fluidized bed of catalyst on this plate, above the bottom of the vertical duct of the upper plate, in order to prevent the hydrocarbon vapors from rising through the vertical duct directly to the upper plate. In Figure 3, the partially spent catalyst discharged from riser 234 forms a dense turbulent fluidized bed on tray 236. As soon as additional catalyst is discharged through
<EMI ID = 98.1>
plate 236 passes through the descent duct 239 towards the plate 237 or it circulates towards the left by considering figure 3. The catalyst then descends via the descent duct 240 towards the plate 238, circulates on it, towards the right, at the FIG. 3, and then passes into the downcomer 241. The latter differs from the other downcomers in that the catalyst discharges from this pipe 241 into the separation zone 217.
The duct 241 communicates with the separation zone 217 through an opening in the annular plate 218. The catalyst leaving the downcomer duct
241 is thus introduced into the separation zone 217 along the wall of the
<EMI ID = 99.1>
then ash, due to gravity, in the dense fluidized bed of the removal zone 219.
This variation of the invention is not limited to the three trays of Figure 3, as one or more trays can be used for the purposes of the present invention. Likewise, any equivalent means of contacting can be employed in the contact zone 230. Further, the partially spent catalyst removed from contact zone 230 could
<EMI ID = 100.1>
analyzer depleted in contact zone 230 because the purpose of the catalytic post-treatment phase in contact zone 230 is to provide a light cracking phase with little coke formation, so as to convert the diolefins, which were formed in the coke phase. thermal cracking in the impregnation zone 229, in their saturated hydrocarbon forms. This phase improves the octane number of the gasoline fraction and, in addition, improves the stability of all the hydrocarbon products from the pre-production.
<EMI ID = 101.1>
distillation. In addition, in the catalytic aftertreatment phase, a small amount of additional conversion is carried out, namely 2 to 6.
<EMI ID = 102.1>
rise from the contact zone 230 together with a small amount of entrained catalyst particles, and pass through the cyclone separator 242,
<EMI ID = 103.1>
vapors are separated from the entrained catalyst. The substantially catalyst-free hydrocarbon vapors leave the top of vessel 210 through conduit 243, and the catalyst particles, separated from the hydrocarbon vapors in separator 242, are returned to the dense fluidized bed on contact area plate 236 230, and this thanks to the plunge pipe 244.
Other forms of interesting apparatus for the process will be suggested by studying figure 3. For example, it is not necessary that the impregnation phase and the catalytic post-treatment phase be carried out in a single vessel, as shown in Figure 3, because two separate containers can be used to achieve the same results.
<EMI ID = 104.1>
pient or any number of separate containers for the present process,
It is also possible to use fresh catalyst
<EMI ID = 105.1>
shown previously, it is preferable to use a partial catalyst
<EMI ID = 106.1>
With regard to gas oils which produce a high proportion of coke, such as gas oils having a high aromatics or nitrogen content, the present invention can be advantageously used with any type of hydrocarbon cracking feedstock.
The following example of the modified form of the process is not intended to limit the present invention, but rather to illustrate the flow of this process and its advantages over common catalytic cracking processes. In this example, 1000 barrels of by-carbon diesel per hour
<EMI ID = 107.1>
and comes from a crude oil from the Los Angeles Basin. At the same time,
1800 tons per hour of synthetic silica-alumina catalyst, having a size range of 10 to 100 microns, and being at a temperature
<EMI ID = 108.1>
Oil / oil by weight is about 11/1 in reactor 212. This is 6 feet in diameter and 50 feet in length. The space velocity of the hydrocarbon vapors in the reactor 212 is 40 w / w / hour, and the vapor
<EMI ID = 109.1>
is 15 feet per second. The effective pressure in this reactor 212. is 20 pounds per square inch. Under the aforementioned cracking conditions, the conversion of the hydrocarbon diesel into gasoline, other low
<EMI ID = 110.1>
hours are thus formed on the catalyst in reactor 212.
The partially converted hydrocarbons and the catalyst by-
<EMI ID = 111.1>
bonées in the separation zone 217 is 1 foot per second, and their residence time is 10 seconds. The hydrocarbon vapors rise from the separation zone 217 into the impregnation zone 229, in which
<EMI ID = 112.1>
effective pressure, 15 pounds per square inch. The residence time of the hydrocarbon vapors in the impregnation zone 229 is 30 seconds, and the speed
<EMI ID = 113.1>
gnation 229 being diolefins.
About 1600 tonnes of catalyst per hour, calculated without the coke, are removed from vertical pipe 222, and are combined with
<EMI ID = 114.1>
burnt analyzer, in the riser 223 and the regenerator 211,