Die Erfindung betrifft ein Verfahren zum katalytischen Kracken von Gasölen in Gegenwart eines zeolithhaltigen Katalysators in einer aus einem Reaktor, einem Regenerator und einer Anzahl länglicher, beim Reaktor endenden Reaktionszonen bestehenden Wirbelbett-Krackanlage, wobei Mischungen des Gasöls mit dem Katalysator unter Bedingungen für katalytisches Kracken durch die länglichen Reaktionszonen hindurch dem Reaktor zugeleitet werden.
Bei Krackverfahren mit Wirbelbett-Katalysatoren werden Kohlenwasserstoffe unter geeigneten Bedingungen umgewandelt, so dass beträchtliche Anteile der Ausgangskohlenwasserstoffe in erwünschte Produkte, wie Benzin, verflüssigbares Treibgas, Ausgangsmaterialien für Alkylierungen und für das Verschneiden von Mitteldestillaten überführt werden unter gleichzeitiger Entstehung weniger erwünschter Stoffe, wie Gas und Koks. Sobald sich wesentliche Mengen an Koks abscheiden, bewirkt eine Verringerung der Aktivität des Katalysators und besonders seiner Selektivität eine Behinderung der Kohlenwasserstoffumwandlung, einen Rückgang der Benzinbildung und gleichzeitig eine zunehmende Entstehung der weniger erwünschten Produkte.
Um eine Desaktivierung des Katalysators infolge Koksabscheidungen auszugleichen, wird der Katalysator üblicherweise aus der Reaktionszone entfernt und einer Stripper-Zone zugeführt, wo er zunächst mittels eines Stripp-Mediums, wie Dampf, von eingedrungenen und adsorbierten Kohlenwasserstoffen befreit wird. Der Dampf und die Kohlenwasserstoffe werden abgezogen und der von letzteren befreite Katalysator wird in eine Regenerierzone gebracht, wo er mit sauerstoffhaltigem Gas zusammengebracht wird, um wenigstens einen Teil des Kokses zu verbrennen und somit den Katalysator zu regenerieren. Danach wird der regenerierte Katalysator in die Reaktionszone zurückgeführt und dort mit weiteren Kohlenwasserstoffen in Kontakt gebracht.
In neuerer Zeit sind die katalytischen Krackverfahren wesentlich verbessert worden. Die Einführung von zeolithhaltigen Krackkatalysatoren hat bei bestehenden Krackanlagen zu vergrössertem Durchsatz und verbesserter Produktqualität geführt. Zusätzlich sind auch verbesserte Vorrichtungen für das katalytische Kracken speziell für die Verwendung dieser verbesserten Katalysatoren entwickelt worden, wodurch der Gesamtprozess in seiner Leistung verbessert worden ist.
Zum Beispiel sind die USA-Patente 3 433 733 und 3 448 037 auf das Kracken von Erdölkohlenwasserstoffen mittels Wirbelbettkatalysatoren unter Verwendung von zeolithhaltigen Krackkatalysatoren gerichtet und offenbaren Arbeitsparameter und Techniken, die speziell auf diese neuen Katalysatoren zugeschnitten sind und beschreiben gleichzeitig Krackanlagen für das Kracken mit Wirbelbettkatalysatoren, die Gebrauch von den erwünschten typischen Vorteilen der zeolithhaltigen Katalysatoren machen.
Speziell steckt in dem Apparat die Idee des Steiger-Krackens , bei dem Gasöl-Ausgangsmaterial und Kreislaufmaterial getrennt in getrennten, als Steiger ausgebildeten, länglichen Reaktionszonen gekrackt werden oder die Steiger in sich verjüngenden Reaktionskammern enden, die eine dichte und eine verdünnte Phase des Katalysators enthalten und in denen ein weiteres Kracken in der fluidisierten dichten Phase stattfindet. Mittels des Steiger-Krackens ist es möglich, die Arbeitsbedingungen so auszuwählen, dass sie dem jeweiligen Ausgangsmaterial angepasst sind, nämlich dem Gasöl oder dem Kreislaufmaterial, das in jeden Steiger eingeführt wird.
Die Krackvorrichtung enthält zusätzlich einen Stripper-Abschnitt unterhalb des fluidisierten dichten Bettes, in dem eingedrungene adsorbierte Kohlenwasserstoffe mittels Dampf vom Katalysator entfernt werden, bevor der Katalysator in den Regenerierkessel weitergeführt wird. Wie bei konventionellen Einrichtungen für das Arbeiten mit einem Wirbelbettkatalysator wird der Katalysator im Regenerierkessel mit sauerstoffhaltigem Gas in Berührung gebracht, um zumin dest einen Teil des niedergeschlagenen Kokses zu verbrennen.
Der regenerierte Katalysator wird dann am unteren Ende der länglichen Reaktionszone oder des Steigers und zwar dort, wo das Ausgangsmaterial eingeführt wird, zurückgeführt. Durch die Verwendung von mehreren Steigern ist es möglich, den individuellen Steiger unter Bedingungen zu betreiben, die eine maximale Entstehung der gewünschten Produkte bei gleichzeitiger minimaler Entstehung von unerwünschten Produkten sowie maximalen Ausbeuten gewährleisten. Üblicherweise werden die hitzebeständigeren Ausgangsmaterialien, wie etwa die Kreislaufgasöle, durch den Steiger, der bei höheren Temperaturen arbeitet, als derjenige Steiger, der das frische Gasöl verarbeitet, geleitet. Der Gesamteffekt soll natürlich darin bestehen, eine optimale Ausnutzung sowohl der Krackanlage für das Arbeiten mit einem Wirbelbettkatalysator als auch mit zeolithischem Krackkatalysator zu erzielen.
Obgleich zum Stand der Technik Vorrichtungen und Verfahren gehören, die die einzigartigen Eigenschaften der zeolithhaltigen Krackkatalysatoren ausnutzen, sind dennoch Verbesserungen des Verfahrens durchaus erwünscht, die die Ausnutzung der Anlage wie auch die Qualität und/oder die Quantität der Produkte steigern.
Die vorliegende Erfindung bezweckt, das eingangs genannte Verfahren so zu verbessern, dass man höhere Naphtha-Aus beuten mit höheren Oktanzahlen erzielt. Dies erreicht man erfindungsgemäss dadurch, dass durch mindestens eine längliche Reaktionszone ein Gasöl mit einem Siedebereich von 315-5700C und durch mindestens eine andere längliche Reak tionszone ein Gasöl mit einem Siedebereich von 220400ob geleitet wird, und dass die aus gasförmigem Reaktionsgemisch und Katalysator bestehenden, aus den länglichen Reaktionszo nen austretenden Ströme in wenigstens eine der im Reaktor befindlichen Katalysatorschichten geleitet werden, wobei vom höher siedenden Gasöl insgesamt bis zu 30 Vol.-% weniger als vom niedriger siedenden Gasöl umgewandelt werden.
In der einfachsten Ausführungsform dieses Verfahrens wird in einer Wirbelbett-Krackanlage mit zwei länglichen Reak tionszonen gekrackt, wobei die Arbeitsbedingungen folgende sind: In beiden länglichen Reaktionszonen herrscht eine Tem peratur von 425-6250C, die Umwandlung beträgt 30-80 Vol. %, die Raumgeschwindigkeit in der ersten länglichen Reak tionszone für das Gasöl höheren Siedebereiches beträgt 50
200 Gewichtsteile Gasöl pro Stunde pro Gewichtsteil Kataly sator, und die Raumgeschwindigkeit in der zweiten länglichen
Reaktionszone für Gasöl niedrigeren Siedebereiches beträgt
10-100 Gewichtsteile Gasöl pro Stunde pro Gewichtsteil
Katalysator.
Das Kracken der verschiedenen Gasöle sowohl in den läng lichen Reaktionszonen als auch in der fluidisierten Katalysa torschicht im Reaktor kann variiert werden, so dass viele
Ausführungsformen des Verfahrens möglich sind. Eine Anzahl dieser Varianten wird kurz für den Fall beschrieben, dass in einer Wirbelbett-Krackanlage mit zwei je als Steiger ausgebil deten länglichen Reaktionszonen gekrackt wird.
In einer Ausführungsform findet das Kracken des leichten und des schweren Gasöls lediglich in den Steigern statt, indem die Ströme von beiden Steigern in eine verdünnte Katalysator schicht im Reaktor eingeleitet wird. Der Reaktor dient in diesem Fall nur als Trennkammer, in der praktisch kein Krak ken ken stattfindet.
In einer anderen Ausführungsform wird das leichte Gasöl sowohl im Steiger als auch im Reaktor gekrackt, während das
Kracken des schweren Gasöls auf den betreffenden Steiger beschränkt wird. Der Strom aus dem Steiger für das schwere
Gasöl wird in eine verdünnte Katalysatorschicht im Reaktor eingeleitet. Der Strom aus dem Steiger für das leichte Gasöl wird in eine dichte Katalysatorschicht im Reaktor unter Bedin gungen für katalytisches Kracken eingeleitet, wodurch eine zusätzliche Umwandlung von 5-30 Vol.- % erzielt wird, wobei die Gesamtumwandlung des leichten Gasöls pro Durchlauf 80 Vol. - % nicht überschreitet. Durch Einregulieren der Arbeitsbedingungen kann die Umwandlung in dem Steiger für das leichte Gasöl niedriger, gleich oder höher als in dem Steiger für das schwere Gasöl gehalten werden.
In einer weiteren Ausführungsform wird das leichte Gasöl nur dem Kracken im Steiger unterworfen, während das schwere Gasöl sowohl im Steiger als auch im Reaktor gekrackt wird. Der Strom aus dem Steiger für leichtes Gasöl wird direkt in eine verdünnte Katalysatorschicht im Reaktor eingeleitet, während der Strom aus dem Steiger für das schwere Gasöl durch eine dichte Katalysatorschicht im Reaktor unter Bedingungen für katalytisches Kracken geleitet wird, wodurch eine zusätzliche Umwandlung von 5-30 Vol.-% erfolgt. Die Umwandlung des schweren Gas öls pro Durchgang geht nicht über 80 Vol.-% hinaus.
In einer weiteren Ausführungsform werden sowohl das leichte als auch das schwere Gasöl sowohl dem Steiger-Krakken als auch dem Kracken im Reaktor unterworfen, indem die Ströme aus beiden Steigern unter Bedingungen für katalytisches Kracken durch eine dichte Katalysatorschicht im Reaktor hindurchgeleitet werden und somit eine zusätzliche Umwandlung von 5-30 Vol.-% bewirkt wird. In dieser Ausführungsform ist die Gesamtumwandlung des gesamten Öls, das durch die katalytische Krackanlage hindurchströmt, nicht grösser als 80 Vol.-%.
Als frische Einsatzöle für das erfindungsgemässe Verfahren eignen sich Ölfraktionen mit einem Siedebereich von 220 5700C. Dazu zählen schwere Gasöle aus der Normaldruck Destillation, leichte und schwere Gasöle aus der Vakuumdestillation, Gasöle mit gebrochener Viskosität, entasphaltierte Gasöle, von Kohlenstoff befreite Gasöle, wasserstoffbehan=- delte Gasöle und einer Lösungsmittelextraktion unterworfene Gasöle. Alle diese Einsatzöle sind Erdölprodukte, die bisher nicht mit Hilfe von Wirbelbettkatalysatoren gekrackt wurden.
Als das leichtere Gasöl wird ein Gasöl mit dem Siedebereich von 220-4000C benutzt, während das schwerere Gasöl einen Siedebereich von 315-5700C hat. Die beiden Ausgangsgasöle können entweder durch Fraktionieren einer Gesamtgasölfraktion oder eines Rohöls erhalten werden, oder von vornherein aus separaten Quellen stammen. Vorzugsweise wird jedoch eine Gesamtgasölfraktion fraktioniert, um das erfindungsgemässe Verfahren maximal ausnützen zu können. In diesem Fall soll das leichtere Gasöl einen Siedebereich von 220-4000C haben und das schwerere Gasöl vorzugsweise einen Siedebereich von etwa 370-5700C. Dabei bestehen zweckmässig zwischen 20-80, vorzugsweise 40-60 Vol.-% des gesamten Gas öls aus dem leichteren Gasöl.
Obwohl man annehmen sollte, dass das Ausgangsgasöl für die katalytische Krackanlage zunächst in eine leichte und eine schwere Fraktion zerlegt werden müsste, kann das erfindungsgemässe Verfahren durchgeführt werden, indem man lediglich ein leichtes und ein schweres Gasöl einsetzt, wobei zwischen den Siedebereichen entweder eine Lücke besteht oder aber das Siedeende des leichteren Gasöls den Siedebeginn des schweren Gasöl einsetzt, wobei zwischen den Siedebereichen entweder eineLücke besteht oder aber das Siedeende des leichteren Gasöls den Siedebeginn des schweren Gasöls überlappt. Wenn aus einer Gesamtgasölfraktion erst zwei Ausgangsfraktionen für die Wirbelbettkatalysator-Krackanlage gewonnen werden müssen, können verschiedene Fraktioniertechniken angewendet werden.
Wenn das Gasöl direkt von der Rohölfraktionieranlage geliefert wird, ist es möglich, das Ausgangsöl an der Rohölfraktionieranlage aufzuspalten, um leichtes und schweres Gasöl zu produzieren, welches direkt der Wirbelbettkatalysator-Krackanlage zugeleitet werden kann. Wo die Ausgangsströme zusammengesetzt werden, bevor sie der Wirbelbettkatalysator-Krackanlage zugeführt werden, kann eine Vorfraktionierung eingeschaltet werden, um die Charge in niedrigerund höhersiedende Bestandteile zu zerlegen, worauf diese Fraktionen den entsprechenden Steigern zugeleitet werden.
In einer verzweigten Anlage ist es möglich die Fraktionieranlage so zu entwerfen, dass sie nicht nur den gasförmigen Reaktionsstrom aus der Wirbelbettkatalysator-Krackanlage verarbeiten kann, sondern auch imstande ist, das Einsatzöl für die katalytische Krackanlage in leichtes Gasöl und schweres Gasöl zu fraktionieren. Auf solche Weise kann das gasförmige Produkt vom Reaktor mit dem frischen Einsatzöl für die katalytische Krackanlage kombimert und in die Fraktionieranlage eingeleitet werden, deren oberer Teil zur Abtrennung der leichten Produkte, des Benzins und der Mitteldestillate dient, während der untere Teil der Fraktionieranlage die niedriger- und höhersiedenden Gasölfraktionen liefert, die anschliessend den Steigern der Wirbelbettkatalysator-Krackanlage zugeführt werden.
Der Katalysator für die vorliegende Erfindung besteht vorzugsweise aus grossporigen, kristallinen, Aluminiumsilikaten, die gewöhnlich als Zeolithe bezeichnet werden, sowie einem aktiven Metalloxyd, wie Kieselsäure-Aluminiumoxyd Gel oder von Mineral. Die genannten Zeolithe besitzen geometrisch regelmässige starre dreidimensionale Strukturen mit gleichförmigen Porendurchmessern, die im Bereich von etwa
5-15 Ä liegen. Die im erfindungsgemässen Verfahren vorzug weise verwendeten zeolithhaltigen Katalysatoren bestehen aus etwa 1-25 Gew.-% Zeolith, etwa 10-50 Gew.-% Aluminiumoxid und im übrigen aus Siliziumdioxid.
Unter den bevorzugten Zeolithen befinden sich die als Zeolith X und Zeolith Y bekannten Typen, bei denen mindestens ein wesentlicher Anteil der ursprünglichen Alkalimetallionen durch Kationen, wie Wasserstoffionen, ersetzt worden sind und/oder durch Metallionen oder Kombinationen der Ionen solcher Metalle wie Barium, Kalzium, Magnesium, Mangan oder seltener Erden wie z. B. Cer, Lanthanum, Neodym, Praseodym, Samarium und Yttrium.
Wie bereits erwähnt, werden die länglichen Reaktionszonen für leichtes Gasöl und schweres Gasöl vorzugsweise so betrieben, dass in ihnen eine geringere Menge des schweren Gasöls umgewandelt wird. In der einfachsten Form besitzt die Wirbelbettkatalysator-Krackanlage zwei Steiger. Die Arbeitsbedingungen sowohl für den Steiger für das leichte Gasöl wie auch für den Steiger für das schwere Gasöl sind folgende: Die Arbeitstemperatur liegt bei 425-625 C, vorzugsweise 450 5400C, und die Umwandlung pro Durchlauf beträgt 30-80, vorzugsweise 40-75 %. Die Verweilzeit in den Steigern beträgt 2-20, vorzugsweise 3-10 sec; die Gasgeschwindigkeit beträgt 450-1500, vorzugsweiwe 600-1200 cm/sec.
Die Raumge schwindigkeit in dem Steiger für das leichte Gasöl beträgt 10100, vorzugsweise 40-90 Gewichtsteile Gasöl pro Stunde pro Gewichtsteil Katalysator, und die Raumgeschwindigkeit im Steiger für schweres Gasöl beträgt 50-200, vorzugsweise 75150 Gewichtsteile Gasöl pro Stunde pro Gewichtsteile Katalysator. Die Umwandlung des schweren Gasöls pro Durchgang ist 0-30% weniger als die Umwandlung des leichten Gasöls, wobei die Umwandlung des leichten Gasöls nicht grösser ist als 80 Vol.-%.
Wenn die angewandete Ausführungsform zusätzlich das Kracken beider Ströme in der dichten Katalysatorschicht im Reaktor einschliesst, sind folgende Arbeitsbedingungen in der dichten Katalysatorschicht: Die Temperatur beträgt 425 625ob, die Gasgeschwindigkeit beträgt 15-120, vorzugsweise 40-66 cm/sec, die Raumgeschwindigkeit beträgt 1-40, vorzugsweise 3-25 Gewichtsteile pro Stunde pro Gewichtsteile Katalysator. Die gasförmigen Reaktionsprodukte, die aus einem Steiger austreten, und die dichte Katalysatorschicht passieren, erfahren eine zusätzliche Umwandlung von 5-30 Vol.-%.
Wenn innerhalb der beschriebenen Parameter gearbeitet wird, ist es möglich, höhere Naphtha-Ausbeuten mit höheren Oktanzahlen zu erreichen, als sie durch andere Arbeitstechniken erreicht werden können.
Es ist vielleicht nicht möglich, das erfindungsgemässe Verfahren bei allen katalytischen Krackanlagen mit mehreren Steigern verwenden zu können. Der Fachmann sollte die Anordnung der jeweiligen Anlage genau untersuchen, um festzustellen, ob das erfindungsgemässe Verfahren durch Abwandlungen der Arbeitstechniken hier eingesetzt werden kann. Da die Umwandlung des leichten Gasöls höher sein soll als die des schweren Gasöl, muss das leichtere zweckmässig durch einen Steiger, der länger ist als der für das schwere Gasöl, geleitet werden. Auch sollte die Lineargeschwindigkeit des leichten Gasöls niedrig gehalten werden, um eine längere Kontaktzeit im Innern des Steigers und somit einen grösseren Umwandlungsgrad zu erzielen.
Will man diese Erfindung in einer bestehenden Anlage anwenden, so muss dem eine sorgfältige Untersuchung und Einregulierung der Arbeitsbedingungen vorausgehen, und in manchen Fällen werden auch Abänderungen der Anlage erforderlich sein.
Bevorzugt wird, dass die katalytische Krackanlage speziell auf die jeweilige Ausführungsform des Verfahrens zugeschnitten wird.
Die Erfindung wird anhand der folgenden detaillierten Beschreibung, die sich auf die Fig. 1 bezieht, rein beispielsweise näher erläutert. Die Fig. 1 gibt ein Beispiel einer Anlage, mit der eine der Ausführungsformen des Verfahrens gemäss der vorliegenden Erfindung praktiziert werden kann.
Wie in der Fig. 1 zu sehen ist, wird frisches schweres Gasöl durch Leitung 10 dem Steiger 14 und frisches leichtes Gasöl durch Leitung 22 dem Steiger 24 zugeführt. Diese frischen Einsatzöle könnnen aus ganz verschiedenen, nicht dargestellten Quellen bezogen werden, z. B. können leichtes und schweres Gasöl durch Fraktionieren eines zusammengesetzten Einsatzgasöls oder eines Rohöls erhalten werden. Diese beiden Einsatzöle können ausserdem auch aus gänzlich voneinander unabhängigen Quellen stammen, solange nur das eine Gasöl leichter als das andere ist. Das schwere Gasöl in Leitung 10 mit einem Siedebereich von 315-570 C wird mit heissem regeneriertem Gleichgewichts-Molekularsieb-Zeolith-Katalysa.
tor aus dem Standrohr 12 in Kontakt gebracht; der Katalysator hat dabei eine Temperatur von ca. 6200C. Die dabei entstehende Suspension von Katalysator in vergastem Öl wird mit einer Temperatur von etwa 495oC und einer Gasgeschwindigkeit von etwa 900 cm/sec mit einer durchschnittlichen Verweilzeit von etwa sec. durch den Steiger 14 geleitet und in eine verdünnte Katalysatorschicht oberhalb des Niveaus 20 in Reaktor 16 geführt.
Der als Schwergasöl-Steiger bezeichnete Steiger 14 endet in einem nach unten gerichteten Auslass mit einer gezähnten Kante 18, die den Zweck hat, ein glattes Fliessen der Kohlenwasserstoffdämpfe aus der Leitung 14 in die verdünnte Katalysatorschicht des Reaktors 16 hinein zu gewährleisten, besonders dann, wenn der Spiegel 20 der dichten Katalysatorschicht unterhalb der gezähnten Kante 18 infolge zufälliger Schwankungen dem Auslass des Steigers 14 näherkommt, als es dem Niveau der gezähnten Kante 18 entspricht. Die in dem Schwergasöl-Steiger 14 herrschenden Bedingungen sorgen für eine Umwandlung, die um 5-30% niedriger ist als die in dem Leichtgasöl-Steiger 24.
Das leichte Gasöl mit einem Siedebereich von 220-4000C strömt durch die Leitung 22 in den Leichtgasöl-Steiger 24, wo es mit dem heissen Zeolithkatalysator in Berührung gebracht wird, der oben schon beschrieben wurde und aus dem Standrohr 26 kommt. Die dabei entstehende Katalysator-Gas Mischung hat eine Temperatur von etwa 495oC und strömt durch den Leichtgasöl-Steiger 24 mit einer Durchschnittsgeschwindigkeit von etwa 900 cm/sec und einer Durchschnittsverweilzeit von etwa 6 sec aufwärts. In dem Leichtgasöl-Steiger 24 sind die übrigen Bedingungen so eingestellt, dass die Umwandlung zwischen 5-30% mehr als im Steiger 14 beträgt.
Der Strom aus dem Leichtgasöl-Steiger 24 fliesst in den unteren Abschnitt der dichten Katalysatorschicht im Reaktor 16 und strömt durch diese Schicht des Krackkatalysators im Reaktor 16 aufwärts, wodurch eine weitere Umwandlung des Gasöls von 10% bewirkt wird. Die in der dichten Katalysatorschicht im Reaktor 16 vorherrschenden anderen Bedingungen sind folgende: Die Temperatur beträgt etwa 495ob, und die Raumgeschwindigkeit beträgt 6 Gewichtsteile pro Stunde pro Gewichtsteile Katalysator.
Die Kombination aus dem Kracken des schweren Gasöls im Steiger 14, dem Kracken des leichten Gasöls im Steiger 24 und dem Kracken im Reaktor 16 bringt eine Gesamtumwandlung von 57 Vol.- %, wobei die Umwandlung als 100 minus der Volumenprozente an oberhalb von etwa 220ob siedenden Produkten definiert ist. Die Gasgeschwindigkeiten im Reaktor betragen an dem Punkt, wo der Leichtgasöl-Steiger 24 in die dichte Katalysatorschicht einmündet, 45 cm/sec, und am Niveau 20, wo das Gas aus der dichten Katalysatorschicht entweicht, 36 cm/sec, und an dem Punkt, wo der Schwergasöl-Steiger 14 in die verdünnte Kataly satorschicht einmündet, 75 cm/sec, und schliesslich im oberen Abschnitt des Zykloneingangs 60 cm/sec.
Die gekrackten Produkte entweichen aus der verdünnten Katalysatorschicht oberhalb des Niveaus 20, wobei die Gase mit etwaigen mitgeschleppten Katalysatorteilchen durch den Zyklon 28 strömen, in dem der Katalysator abgetrennt wird und durch das absteigende Rohr 30 der dichten Katalysatorschicht wieder zugeführt wird. Die aus dem Zyklon 28 entweichenden Gase strömen durch die Leitung 32 in die Sammelkammer 34, in der die Gase aus zusätzlichen, nicht dargestellten Zyklonen gesammelt und von dort aus dem Reaktor durch die Leitung 36 entfernt werden. Die Gasleitung 36 transportiert die Krackprodukte zu nicht dargestellten Produktsammelstellen, in denen die Produkte gewonnen und durch an sich bekannte Kompressions-Absorptions- und/oder Destillationseinrichtungen in die gewünschten Produkte aufgetrennt werden.
Durch die Leitung 38 strömt Dampf in den Dampfring 40 und von dort aus an einen Punkt unterhalb des Auslasses des Leichtgasöl-Steigers 24 in den unteren Abschnitt des Reaktors 16. Der Katalysator der dichten Schicht im unteren Abschnitt des Reaktors 16 wird durch den aus dem Ring 40 strömenden Dampf gestrippt und rieselt abwärts durch die Standrohre 42 und 44 und über die Gleitventile 46 und 48 in die Stripper Zone 50. Die Stripper-Zone 50 ist mit Rieselblechen 52 und 54 ausgestattet, die am Steiger 24 bzw. die an der Wandung des Strippers 50 befestigt sind. Durch Leitung 56 wird über den Dampfring 58 Dampf in den unteren Abschnitt der Stripper-Zone 50 unterhalb der Rieselbleche 52 und durch die Leitung 60 über den Dampfring 62 unterhalb der Rieselbleche 54 eingeblasen.
Der durch den Stripper aufsteigende Dampf lockert und entfernt adsorbierte und eingedrungene Kohlenwasserstoffdämpfe, welche nach oben durch die Stripper Ableitung 63 in die verdünnte Katalysatorschicht des Reaktors 16 einströmen, wobei sie gemeinsam mit den Krackprodukten in der oben beschriebenen Weise gewonnen werden.
Der gestrippte Katalysator wird vom Boden der Stripper Zone 50 durch das Standrohr 64 für gebrauchten Katalysator abgezogen und zwar in einer Geschwindigkeit, die durch das Gleitventil 66 eingestellt wird. Von dort strömt er durch das Standrohr 68 in den Regenerator 70. Der gebrauchte Katalysator wird im Regenerator 70 mit Luft in Berührung gebracht, die durch die Leitung 72 über den Luftring 74 eingeleitet wird.
Der der Regenerierung unterworfene Katalysator bildet in dem Regenerator eine dichte Phase, deren Spiegel bei 76 liegt.
Der Kohlenstoff auf der Katalysatoroberfläche wird verbrannt, und die entstehenden Verbrennungsgase strömen durch den Regenerator 70 aufwärts und treten in den Zyklon 78 ein, in dem mitgeschleppter Katalysator abgetrennt und durch das absteigende Rohr 80 dem dichten Bett im Regenerator wieder zugeführt wird. Die aus dem Zyklon 78 entweichenden Verbrennungsgase strömen über die Leitung 82 in die Sammelkammer 84 und von dort nach draussen durch die Verbrennungsgasleitung 86 zu nicht dargestellten Ventiliervorrichtungen. Letztere können an sich bekannte Vorrichtungen zur Ausnutzung der in den Verbrennungsgasen enthaltenen Wärme und Energie aufweisen.
Der regenerierte Katalysator wird durch die Leitungen 88 und 90 vom Boden des Regenerators 70 abgezogen und zwar in Geschwindigkeiten, die durch die Gleitventile 92 und 94 eingestellt werden können, und von dort wird der heisse regenerierte Katalysator den Standrohren 12 und 26, wie oben erwähnt, zugeführt.
Im folgenden werden Beispiele der praktischen Anwendung der vorliegenden Erfindung anhand einer Serie von Arbeitsgängen einer kontinuierlichen Wirbelbettkatalysator-Krackanlage aufgeführt. Der Einfachheit halber gibt es bei den Versuchsgängen keine Kreislaufführung. Das Kracken wird auf die Steiger beschränkt. Es wird kein Kracken in der dichten Katalysatorschicht des Reaktors bewirkt.
In beiden Fällen dieses Beispiels wird das erfindungsgemässe Verfahren an einer Wirbelbettkatalysator-Krackanlage demonstriert, die nach dem Zwei-Steiger-Prinzip arbeitet, und es wird mit einer konventionellen Wirbelbettkatalysator Krackanlage verglichen, die nur einen einzelnen Steiger hat und eine Gesamtgasölfraktion verarbeitet. Im Falle A wird sowohl die Ein-Steiger-Anlage als auch die Zwei-Steiger Anlage mit etwa der gleichen Gesamtumwandlung betrieben, während das schwere Gasöl in dem Zwei-Steiger-Versuch zu einem geringeren Prozentsatz gekrackt wird als das leichte Gasöl. Im Falle B wird sowohl die Ein-Steiger-Anlage als auch die Zwei-Steiger-Anlage mit der gleichen Umwandlung betrieben und ausserdem werden das leichte Gasöl und das schwere Gasöl in der Zwei-Steiger-Anlage mit gleichem Umwandlungsgrad gekrackt.
Die nachfolgende Tabelle I gibt die Eigenschaften der Gesamtgasölfraktion wieder, die in den Ein-Steiger-Versuchen verwendet wurde, sowie die Eigenschaften des schweren und leichten Gasöls der Zwei-Steiger-Versuche, die man durch Fraktionieren der Gesamtgasölfraktion erhalten hat.
Tabelle I
Eigenschaften der eingesetzten Öle
Gesamtgasöl- leichtes Gasöl schweres Gasöl fraktion Dichte, API 30,9 34,7 27,3 10 mm.Hg Vakuum Destillation,
Siedebeginn 205,8 C' 384 C < ' 315 C*
10 266 C* 253,9 Cl 332 C*
30 302,70C-.:. 278 CS 350 C
50 333,3 C: 294 C* 368 C
90 408 a:
: 341 C- 428 C
Siedeende 448 OC 366 OC 455 OC Vol.-% des gesamten Öls - 50 0C 50 OC:
Auf atmosphärischen Druck umgerechnete Temperaturen.
Die jeweiligen Arbeitsbedingungen sowie Umwandlung und Ausbeuten zusammen mit den Oktanzahlen des Naphthas sind für die verschiedenen Fälle und Versuchsgänge in der nachfolgenden Tabelle II angegeben. Dabei beziehen sich die Zwei Steiger-Fälle auf das erfindungsgemässe Verfahren.
Bei Betrachtung der Tabelle II erkennt man, dass höhere Naphtha-Ausbeuten mit höheren Oktanzahlen in allen Zwei Steiger-Fällen erhalten werden, wodurch der Vorteil des Einspeisens von zwei Ölfraktionen unterschiedlichen Siedebereiches in die zwei Steiger demonstriert wird. Darüberhinaus wird der Anfall an Koks und Gas, d. h. der unerwünschten Nebenprodukte des katalytischen Krackens, bei jedem Zwei-Steiger Versuch ganz erheblich reduziert, wodurch weitere Vorteile der Erfindung deutlich gemacht werden.
Tabelle II
Fall A Falls
Ein-Steiger Zwei-Steiger Ausbeutedifferenz Ein-Steiger Zwei-Steiger Ausheutedifferen-, zwischen zwischen
Zwei-Steiger Zwei-Steiger und Ein-Steiger und Ein-Steiger Steigertemperatur in C
Steiger 1 493 493 493 493
Steiger 2 493 493 Umwandlung in Vol.-%
Steiger 1, leichtes Gasöl 61 66
Steiger 2,
schweres Gasöl 52 66
Gesamteinsatz 58 66
Gesamtumwandlung 58 56,5 66 66 Ausbeuten in Gew.-%
Koks 5,0 4,8 -0,2 5,9 5,1 -0,8
Trockenes Gas 4,4 3,5 -0,9 5,7 5,8 +0,1
Butane 9,8 8,4 -1,4 10,8 10,3 -0,5
DB-Naphtha (1) 37,4 38,0 +0,6 42,4 44,2 +1,8
Tabelle II (Fortsetzung)
Fall A Fall 13 lin-Steiger Zwei-Steiger Aush'utcdiffcrcnz liinStcigcr Zwei-Steiger Aushoutcdifferen zxvisehell zwischen
Zwei-Steiger Zwei-Steiger und Itin-Steiger und Ein-Steiger
Gasöl 43,4 45,3 +1,9 35,2 34,6 -0,6 DB-Naphtha-Oktanzahl (ROZmit3mlTÄB) (2) 97,7 98,1 +0,4 99,0 99,7 +0,7 (1) Butanfreies Naphtha (2) Research-Oktanzahl von Naphtha,
das 3 ml Tetraäthylblei pro 3,781 enthält.
The invention relates to a process for the catalytic cracking of gas oils in the presence of a zeolite-containing catalyst in a fluidized bed cracking plant consisting of a reactor, a regenerator and a number of elongated reaction zones ending at the reactor, wherein mixtures of the gas oil with the catalyst are carried out under conditions for catalytic cracking the elongated reaction zones are fed through to the reactor.
In cracking processes with fluidized bed catalysts, hydrocarbons are converted under suitable conditions so that considerable proportions of the starting hydrocarbons are converted into desired products, such as gasoline, liquefiable propellants, starting materials for alkylations and for the blending of middle distillates, with the simultaneous formation of less desirable substances such as gas and Coke. As soon as substantial amounts of coke are deposited, a reduction in the activity of the catalyst and, in particular, in its selectivity, has the effect of hindering hydrocarbon conversion, reducing gasoline formation and, at the same time, increasing the formation of less desirable products.
In order to compensate for deactivation of the catalyst due to coke deposits, the catalyst is usually removed from the reaction zone and fed to a stripper zone, where it is first freed from penetrated and adsorbed hydrocarbons by means of a stripping medium such as steam. The steam and hydrocarbons are withdrawn and the catalyst freed from the latter is brought into a regeneration zone where it is brought into contact with oxygen-containing gas to burn at least part of the coke and thus regenerate the catalyst. The regenerated catalyst is then returned to the reaction zone and brought into contact there with other hydrocarbons.
In recent times, catalytic cracking processes have been greatly improved. The introduction of zeolite-containing cracking catalysts has resulted in increased throughput and improved product quality in existing cracking plants. In addition, improved catalytic cracking devices have also been developed specifically for the use of these improved catalysts, thereby improving the overall process performance.
For example, U.S. Patents 3,433,733 and 3,448,037 are directed to the cracking of petroleum hydrocarbons by means of fluidized bed catalysts using zeolite-containing cracking catalysts and disclose operating parameters and techniques that are specifically tailored to these new catalysts and at the same time describe cracking plants for cracking with fluidized bed catalysts which make use of the desired typical advantages of the zeolite-containing catalysts.
Specifically, the apparatus is based on the idea of Steiger cracking, in which the gas oil starting material and recycle material are cracked separately in separate elongated reaction zones designed as risers or the risers end in tapered reaction chambers that contain a dense and a dilute phase of the catalyst and in which further cracking takes place in the fluidized dense phase. By means of the Steiger cracking it is possible to select the working conditions so that they are adapted to the respective starting material, namely the gas oil or the circulating material that is introduced into each Steiger.
The cracking device also contains a stripper section below the fluidized dense bed, in which adsorbed hydrocarbons that have penetrated are removed from the catalyst by means of steam before the catalyst is passed on into the regeneration vessel. As with conventional devices for working with a fluidized bed catalyst, the catalyst is brought into contact with oxygen-containing gas in the regeneration vessel in order to burn at least part of the coke that has been deposited.
The regenerated catalyst is then recycled at the bottom of the elongated reaction zone or riser where the feedstock is introduced. By using several enhancers, it is possible to operate the individual riser under conditions which ensure maximum formation of the desired products with a simultaneous minimum formation of undesired products and maximum yields. Usually, the more heat-resistant starting materials, such as the cycle gas oils, are passed through the riser, which operates at higher temperatures than the riser, which processes the fresh gas oil. The overall effect should of course be to achieve optimal utilization of both the cracking plant for working with a fluidized bed catalyst and with zeolitic cracking catalyst.
While the prior art includes devices and processes that take advantage of the unique properties of zeolite-containing cracking catalysts, improvements to the process that increase plant utilization as well as the quality and / or quantity of the products are desirable.
The present invention aims to improve the method mentioned at the outset so that higher naphtha yields with higher octane numbers are achieved. This is achieved according to the invention in that a gas oil with a boiling range of 315-5700C is passed through at least one elongated reaction zone and a gas oil with a boiling range of 220400ob is passed through at least one other elongated reaction zone, and that the gaseous reaction mixture and catalyst are passed through The streams exiting the elongated reaction zones are passed into at least one of the catalyst layers located in the reactor, with a total of up to 30% by volume less of the higher-boiling gas oil being converted than of the lower-boiling gas oil.
In the simplest embodiment of this process, cracking is carried out in a fluidized bed cracking plant with two elongated reaction zones, the working conditions being as follows: A temperature of 425-6250 ° C. prevails in both elongated reaction zones, the conversion is 30-80% by volume, the space velocity in the first elongated reaction zone for the higher boiling range gas oil is 50
200 parts by weight of gas oil per hour per part by weight of catalyst, and the space velocity in the second elongated
Reaction zone for gas oil is lower boiling range
10-100 parts by weight of gas oil per hour per part by weight
Catalyst.
The cracking of the various gas oils both in the elongated reaction zones and in the fluidized catalyst layer in the reactor can be varied, so that many
Embodiments of the method are possible. A number of these variants are briefly described for the case where cracking is carried out in a fluidized bed cracking plant with two elongated reaction zones each designed as risers.
In one embodiment, the cracking of the light and heavy gas oils only takes place in the risers by introducing the streams from both risers into a dilute catalyst layer in the reactor. In this case, the reactor only serves as a separation chamber in which practically no kinking occurs.
In another embodiment, the light gas oil is cracked in both the riser and the reactor while the
Cracking the heavy gas oil is limited to the riser in question. The power from the riser for the heavy
Gas oil is introduced into a dilute catalyst layer in the reactor. The stream from the riser for the light gas oil is fed into a dense catalyst layer in the reactor under conditions for catalytic cracking, whereby an additional conversion of 5-30% by volume is achieved, with the total conversion of the light gas oil per pass being 80% by volume. -% does not exceed. By adjusting the working conditions, the conversion in the riser for the light gas oil can be kept lower than, equal to or higher than that in the riser for the heavy gas oil.
In a further embodiment, the light gas oil is only subjected to cracking in the riser, while the heavy gas oil is cracked in both the riser and the reactor. The flow from the riser for light gas oil is fed directly into a dilute catalyst layer in the reactor, while the flow from the riser for the heavy gas oil is passed through a dense catalyst layer in the reactor under catalytic cracking conditions, creating an additional conversion of 5-30 Vol .-% takes place. The conversion of the heavy gas oil per pass does not exceed 80% by volume.
In another embodiment, both the light and heavy gas oils are subjected to both the riser cracking and cracking in the reactor by passing the streams from both risers under catalytic cracking conditions through a dense catalyst layer in the reactor and thus an additional conversion of 5-30% by volume is effected. In this embodiment, the total conversion of all of the oil passing through the catalytic cracking unit is not greater than 80% by volume.
Oil fractions with a boiling range of 220 5700 ° C. are suitable as fresh feed oils for the process according to the invention. These include heavy gas oils from normal pressure distillation, light and heavy gas oils from vacuum distillation, gas oils with broken viscosity, deasphalted gas oils, gas oils freed from carbon, hydrogen-treated gas oils and gas oils subjected to solvent extraction. All of these feed oils are petroleum products that have not previously been cracked with the aid of fluidized bed catalysts.
As the lighter gas oil, a gas oil with a boiling range of 220-4000C is used, while the heavier gas oil has a boiling range of 315-5700C. The two starting gas oils can either be obtained by fractionating a total gas oil fraction or a crude oil, or come from separate sources in advance. However, a total gas oil fraction is preferably fractionated in order to be able to make maximum use of the method according to the invention. In this case, the lighter gas oil should have a boiling range of 220-4000C and the heavier gas oil preferably a boiling range of about 370-5700C. It is practical if between 20-80, preferably 40-60% by volume of the total gas oil consists of the lighter gas oil.
Although one should assume that the starting gas oil for the catalytic cracking plant would first have to be broken down into a light and a heavy fraction, the method according to the invention can be carried out by using only a light and a heavy gas oil, with either a gap between the boiling ranges or the end of boiling of the lighter gas oil sets in the beginning of boiling of the heavy gas oil, with either a gap between the boiling ranges or the end of boiling of the lighter gas oil overlapping the start of boiling of the heavy gas oil. If two starting fractions for the fluidized bed catalyst cracking plant have to be obtained from a total gas oil fraction, different fractionation techniques can be used.
When the gas oil is supplied directly from the crude oil fractionation plant, it is possible to break down the feed oil at the crude oil fractionation plant to produce light and heavy gas oil which can be fed directly to the fluidized bed catalyst cracking plant. Where the output streams are composed before they are fed to the fluidized bed catalyst cracking unit, pre-fractionation can be used to break down the charge into lower and higher boiling components, and these fractions are then sent to the appropriate risers.
In a branched plant it is possible to design the fractionation plant so that it can not only process the gaseous reaction stream from the fluidized bed catalyst cracking plant, but is also able to fractionate the feed oil for the catalytic cracking plant into light gas oil and heavy gas oil. In this way, the gaseous product from the reactor can be combined with the fresh feed oil for the catalytic cracking plant and fed into the fractionation plant, the upper part of which is used to separate the light products, the gasoline and the middle distillates, while the lower part of the fractionation plant the lower- and higher-boiling gas oil fractions which are then fed to the risers of the fluidized bed catalyst cracking plant.
The catalyst for the present invention preferably consists of large-pore, crystalline, aluminum silicates, which are usually referred to as zeolites, and an active metal oxide, such as silica-alumina gel or mineral. The zeolites mentioned have geometrically regular, rigid three-dimensional structures with uniform pore diameters in the range of approximately
5-15 Å. The zeolite-containing catalysts preferably used in the process according to the invention consist of about 1-25% by weight of zeolite, about 10-50% by weight of aluminum oxide and the rest of silicon dioxide.
Among the preferred zeolites are the types known as zeolite X and zeolite Y, in which at least a substantial proportion of the original alkali metal ions have been replaced by cations such as hydrogen ions and / or by metal ions or combinations of the ions of such metals as barium, calcium, Magnesium, manganese or rare earths such as B. cerium, lanthanum, neodymium, praseodymium, samarium and yttrium.
As already mentioned, the elongated reaction zones for light gas oil and heavy gas oil are preferably operated in such a way that a smaller amount of the heavy gas oil is converted in them. In its simplest form, the fluidized bed catalyst cracking plant has two risers. The working conditions for both the riser for the light gas oil and the riser for the heavy gas oil are as follows: The working temperature is 425-625 C, preferably 450 5400C, and the conversion per pass is 30-80, preferably 40-75% . The residence time in the risers is 2-20, preferably 3-10 seconds; the gas velocity is 450-1500, preferably 600-1200 cm / sec.
The space velocity in the riser for the light gas oil is 10100, preferably 40-90 parts by weight of gas oil per hour per part by weight of catalyst, and the space velocity in the riser for heavy gas oil is 50-200, preferably 75150 parts by weight of gas oil per hour per part by weight of catalyst. The conversion of the heavy gas oil per pass is 0-30% less than the conversion of the light gas oil, and the conversion of the light gas oil is not more than 80% by volume.
If the embodiment used additionally includes the cracking of both streams in the dense catalyst layer in the reactor, the following operating conditions are in the dense catalyst layer: the temperature is 425,625ob, the gas velocity is 15-120, preferably 40-66 cm / sec, the space velocity is 1 -40, preferably 3-25 parts by weight per hour per part by weight of catalyst. The gaseous reaction products emerging from a riser and passing through the dense catalyst layer experience an additional conversion of 5-30% by volume.
When working within the parameters described, it is possible to achieve higher naphtha yields with higher octane numbers than can be achieved by other working techniques.
It may not be possible to use the process of the present invention in all catalytic cracking plants with multiple risers. The person skilled in the art should carefully examine the arrangement of the respective system in order to determine whether the method according to the invention can be used here by modifying the working techniques. Since the conversion of the light gas oil is supposed to be higher than that of the heavy gas oil, the lighter gas must expediently be passed through a riser that is longer than that for the heavy gas oil. The linear velocity of the light gas oil should also be kept low in order to achieve a longer contact time inside the riser and thus a greater degree of conversion.
If this invention is to be used in an existing installation, this must be preceded by a careful study and adjustment of the working conditions, and in some cases modifications of the installation will also be necessary.
It is preferred that the catalytic cracking plant is specially tailored to the particular embodiment of the process.
The invention is explained in more detail purely by way of example with reference to the following detailed description, which relates to FIG. Fig. 1 gives an example of a plant with which one of the embodiments of the method according to the present invention can be practiced.
As can be seen in FIG. 1, fresh heavy gas oil is fed through line 10 to riser 14 and fresh light gas oil is fed through line 22 to riser 24. These fresh feed oils can be obtained from very different sources, not shown, e.g. B. light and heavy gas oil can be obtained by fractionating a composite feed gas oil or a crude oil. These two feed oils can also come from completely independent sources, as long as one gas oil is lighter than the other. The heavy gas oil in line 10 with a boiling range of 315-570 C is with hot regenerated equilibrium molecular sieve zeolite catalysis.
tor brought into contact from the standpipe 12; the catalyst has a temperature of approx. 6200C. The resulting suspension of catalyst in gasified oil is passed through the riser 14 at a temperature of about 495 ° C and a gas velocity of about 900 cm / sec with an average residence time of about seconds and into a dilute catalyst layer above level 20 in reactor 16 guided.
The riser 14, referred to as the heavy gas oil riser, ends in a downwardly directed outlet with a serrated edge 18, which has the purpose of ensuring a smooth flow of the hydrocarbon vapors from the line 14 into the diluted catalyst layer of the reactor 16, especially when the mirror 20 of the dense catalyst layer below the serrated edge 18, as a result of random fluctuations, comes closer to the outlet of the riser 14 than corresponds to the level of the serrated edge 18. The conditions prevailing in the heavy gas oil riser 14 ensure a conversion that is 5-30% lower than that in the light gas oil riser 24.
The light gas oil with a boiling range of 220-4000C flows through the line 22 into the light gas oil riser 24, where it is brought into contact with the hot zeolite catalyst, which has already been described above and comes from the standpipe 26. The resulting catalyst-gas mixture has a temperature of approximately 495 ° C. and flows upwards through the light gas oil riser 24 at an average speed of approximately 900 cm / sec and an average residence time of approximately 6 seconds. In the light gas oil riser 24, the other conditions are set so that the conversion is between 5-30% more than in the riser 14.
The stream from the light gas oil riser 24 flows into the lower portion of the dense catalyst layer in reactor 16 and flows up through that layer of cracking catalyst in reactor 16, causing a further 10% conversion of the gas oil. The other conditions prevailing in the dense catalyst layer in reactor 16 are as follows: The temperature is about 495ob and the space velocity is 6 parts by weight per hour per part by weight of catalyst.
The combination of the cracking of the heavy gas oil in the riser 14, the cracking of the light gas oil in the riser 24 and the cracking in the reactor 16 brings a total conversion of 57% by volume, with the conversion being 100 minus the volume percent boiling above about 220ob Products is defined. The gas velocities in the reactor are at the point where the light gas oil riser 24 opens into the dense catalyst layer, 45 cm / sec, and at level 20, where the gas escapes from the dense catalyst layer, 36 cm / sec, and at the point where the heavy gas oil riser 14 opens into the diluted catalyst layer, 75 cm / sec, and finally in the upper section of the cyclone entrance 60 cm / sec.
The cracked products escape from the diluted catalyst layer above level 20, the gases with any entrained catalyst particles flowing through the cyclone 28 in which the catalyst is separated off and fed back through the descending pipe 30 of the dense catalyst layer. The gases escaping from the cyclone 28 flow through the line 32 into the collecting chamber 34, in which the gases are collected from additional cyclones (not shown) and from there removed from the reactor through the line 36. The gas line 36 transports the cracked products to product collection points (not shown) in which the products are obtained and separated into the desired products by known compression, absorption and / or distillation devices.
Steam flows through line 38 into the steam ring 40 and from there to a point below the outlet of the light gas oil riser 24 in the lower section of the reactor 16. The catalyst of the dense layer in the lower section of the reactor 16 is through the out of the ring 40 stripped steam flowing and trickles down through the standpipes 42 and 44 and via the slide valves 46 and 48 in the stripper zone 50. The stripper zone 50 is equipped with trickle plates 52 and 54, which are on the riser 24 and on the wall of the Strippers 50 are attached. Steam is blown through line 56 via the steam ring 58 into the lower section of the stripper zone 50 below the trickle plates 52 and through the line 60 via the steam ring 62 below the trickle plates 54.
The steam rising through the stripper loosens and removes adsorbed and penetrated hydrocarbon vapors which flow upwards through the stripper discharge line 63 into the diluted catalyst layer of the reactor 16, whereby they are recovered together with the cracking products in the manner described above.
The stripped catalyst is withdrawn from the bottom of the stripper zone 50 through the used catalyst standpipe 64 at a rate set by the slide valve 66. From there it flows through the standpipe 68 into the regenerator 70. The used catalyst is brought into contact in the regenerator 70 with air, which is introduced through the line 72 via the air ring 74.
The catalyst subjected to regeneration forms a dense phase in the regenerator, the level of which is 76.
The carbon on the catalyst surface is burned and the resulting combustion gases flow up through the regenerator 70 and enter the cyclone 78, in which the entrained catalyst is separated and fed back through the descending pipe 80 to the sealed bed in the regenerator. The combustion gases escaping from the cyclone 78 flow via the line 82 into the collecting chamber 84 and from there to the outside through the combustion gas line 86 to ventilating devices (not shown). The latter can have devices known per se for utilizing the heat and energy contained in the combustion gases.
The regenerated catalyst is withdrawn through lines 88 and 90 from the bottom of regenerator 70 at rates which can be set by slide valves 92 and 94, and from there the hot regenerated catalyst is fed to standpipes 12 and 26, as mentioned above, fed.
The following are examples of the practice of the present invention in a series of operations on a continuous fluidized bed catalyst cracking unit. For the sake of simplicity, there is no circulation in the test runs. The cracking is limited to the risers. No cracking is caused in the dense catalyst layer of the reactor.
In both cases of this example, the inventive method is demonstrated on a fluidized bed catalyst cracking plant that operates on the two-riser principle, and it is compared with a conventional fluidized bed catalyst cracking plant that has only a single riser and processes a total gas oil fraction. In case A, both the one-riser system and the two-riser system are operated with approximately the same total conversion, while the heavy gas oil in the two-riser experiment is cracked to a lower percentage than the light gas oil. In case B, both the one-riser system and the two-riser system are operated with the same conversion and, moreover, the light gas oil and the heavy gas oil in the two-riser system are cracked with the same degree of conversion.
Table I below gives the properties of the total gas oil fraction used in the one-riser trials and the heavy and light gas oil properties of the two-riser trials obtained by fractionating the total gas oil fraction.
Table I.
Properties of the oils used
Total gas oil - light gas oil heavy gas oil fraction density, API 30.9 34.7 27.3 10 mm.Hg vacuum distillation,
Beginning of boiling 205.8 C '384 C <' 315 C *
10 266 C * 253.9 Cl 332 C *
30 302.70C -.:. 278 CS 350 C
50 333.3 C: 294 C * 368 C
90 408 a:
: 341C-428C
End of boiling 448 OC 366 OC 455 OC Vol .-% of the total oil - 50 0C 50 OC:
Temperatures converted to atmospheric pressure.
The respective working conditions as well as conversion and yields together with the octane numbers of the naphtha are given for the various cases and test runs in Table II below. The two Steiger cases relate to the method according to the invention.
Looking at Table II, it can be seen that higher naphtha yields with higher octane numbers are obtained in all two risers, demonstrating the advantage of feeding two oil fractions of different boiling ranges to the two risers. In addition, the accumulation of coke and gas, i. H. the undesirable by-products of catalytic cracking, are reduced quite considerably in each two-riser experiment, whereby further advantages of the invention are made clear.
Table II
Case A Falls
One-Steiger Two-Steiger Yield difference One-Steiger Two-Steiger Ausheutedifferen-, between between
Two-riser Two-riser and one-riser and one-riser riser temperature in C
Steiger 1 493 493 493 493
Steiger 2,493,493 Conversion in% by volume
Steiger 1, light gas oil 61 66
Riser 2,
heavy gas oil 52 66
Total stake 58 66
Total conversion 58 56.5 66 66 Yields in% by weight
Coke 5.0 4.8 -0.2 5.9 5.1 -0.8
Dry gas 4.4 3.5 -0.9 5.7 5.8 +0.1
Butanes 9.8 8.4 -1.4 10.8 10.3 -0.5
DB naphtha (1) 37.4 38.0 +0.6 42.4 44.2 +1.8
Table II (continued)
Case A Case 13 Lin-Steiger Zwei-Steiger Aush'utcdiffcrcnz liinStcigcr Zwei-Steiger Aushoutcdifferen zxvisehell between
Two-riser two-riser and itin-riser and one-riser
Gas oil 43.4 45.3 +1.9 35.2 34.6 -0.6 DB naphtha octane number (RON with 3 ml TÄB) (2) 97.7 98.1 +0.4 99.0 99.7 +0 , 7 (1) butane-free naphtha (2) research octane number of naphtha,
which contains 3 ml of tetraethyl lead per 3.781.