CS199536B2

CS199536B2 - Treatment of heavy hydrocarbon oil

Info

Publication number: CS199536B2
Application number: CS626070A
Authority: CS
Inventors: William R Mounce
Original assignee: William R Mounce
Priority date: 1970-09-14
Filing date: 1970-09-14
Publication date: 1980-07-31

Description

Předmětem vynálezu je způsob zpracování těžkých uhlovodíkových olejů vodíkem, a tedy zlepšení postupu při rafinování surových olejů, Zejména se pak vynález týká zlepšení postupu úpravy těžkých uhlovodíkových olejů, jako jsou zbytky po (destilaci za sníženého tlaku nebo za atmosférického tlaku, přičemž se těžké oleje převádějí hydrogenací vodíkem na výhodnější produkty, obsahující níže vroucí uhlovodíky.The present invention relates to a process for the treatment of heavy hydrocarbon oils with hydrogen and thus to an improved refining process for crude oils. In particular, the invention relates to an improved process for treating heavy hydrocarbon oils such as residues after distillation under reduced pressure or atmospheric pressure. by hydrogenation with hydrogen to more preferred products containing lower boiling hydrocarbons.

K zušlechtění různých těžkých uhlovodíkových olejů a k jejich převedení v žádanější produkty se stále více používá hydrogenace. Při jednom ze zvláště výhodných postupů se uhlovodíkový olej přivádí do spodní části válcového reaktoru spolu s velkým objemem vodíku v přítomnosti zrnitého katalyzátoru. Směs se potom vede reaktorem vzhůru buď za použití katalyzátorového lože, jako je tomu u způsobu podle amerického patentu č. Re 25770, nahrazujícího US patentový spis 2 987 465, nebo za použití hydrogenačního krakování, kdy se v kapalné fázi reagující složky suspendují velmi jemné částice katalyzátoru a kapalný produkt a/nebo plynný prodůk spolu s plynným odpadem se odvádí z horní části reaktoru. Teplota v reaktoru se udržuje nad 426 °C a pracuje se za tlaku nad 10,3 MPa. Tímto postupem se dosáhne poměrně rovnoměrné teploty kata2 lyzátorového lože, což prodlužuje životnost katalyzátoru,, zabraňuje nežádoucí tvorbě koksu a umožňuje dosáhnout požadované konverze. Při zpracování těžkých uhlovodíků o bodu varu nad 524 °C je známo, že použitím ředidel plynového oleje, jako jsou těžký plynný olej, dekantační olej a cyklický olej, je možno v jediném reaktoru dosáhnout vyššího konverzního stupně. Avšak při zvyšování množství ředidla, použitého při postupu s jediným reaktorem, se zvyšují provozní náklady vzhledem k nižšímu prosazení přiváděného zbytkového oleje na objem reaktoru.Hydrogenation is increasingly being used to refine various heavy hydrocarbon oils and convert them into more desirable products. In one particularly preferred process, the hydrocarbon oil is fed to the bottom of the cylindrical reactor along with a large volume of hydrogen in the presence of a granular catalyst. The mixture is then passed through the reactor either by using a catalyst bed as in the method of US Patent No. 25770 replacing US Patent 2,987,465, or by using a hydrogenation cracking process in which very fine particles are suspended in the liquid phase of the reactants. The catalyst product and the liquid product and / or the gaseous product together with the gaseous effluent are removed from the top of the reactor. The reactor temperature is maintained above 426 ° C and operated at pressures above 10 bar. By this process, a relatively uniform temperature of the catalyst bed is achieved, which extends the life of the catalyst, avoids undesirable coke formation and allows the desired conversion to be achieved. In the treatment of heavy hydrocarbons boiling above 524 ° C, it is known that by using gas oil diluents such as heavy gas oil, decanting oil and cyclic oil, a higher conversion stage can be achieved in a single reactor. However, increasing the amount of diluent used in the single reactor process increases operating costs due to the lower throughput of the residual oil feed per reactor volume.

Nyní byl nalezen způsob, jak dosáhnout zvýšeného hýdrogenačního krakování těžkého uhlovodíkového oleje za použití vícestupňových reaktorů. Způsob podle vynálezu se vyznačuje tím, že se těžký uhlovodíkový olej, jehož nejméně 50 °/o má bod varu vyšší než 524 °C, a plynný vodík vedou vzhůru ložem zrnitého katalyzátoru, například vhodného hýdrogenačního katalyzátoru o zrnění od 100 /tm do 0,8 mm, na bázi kobaltu a molybdenu nebo jejich ' kysličníků, nanesených na kysličníku hlinitém, v prvním reaktoru, pracujícím za tlaku 10,3 až 28,0 MPa a při teplotě nad 426 °C. Zpracovaný uhlovodíkový olej, obsahující přeměněnou a rtepřeměněnou surovinu, se odvádí z prvníhoWe have now found a way to achieve increased hydrogenation cracking of heavy hydrocarbon oil using multistage reactors. The process according to the invention is characterized in that the heavy hydrocarbon oil, at least 50% of which has a boiling point higher than 524 ° C, and hydrogen gas is led upwards through a bed of granular catalyst, for example a suitable hydrogenation catalyst having a grain size of 100 to 0. 8 mm, based on cobalt and molybdenum or their oxides, deposited on alumina, in a first reactor operating at a pressure of 10 to 28.0 MPa and at a temperature above 426 ° C. The treated hydrocarbon oil containing the converted and converted raw material is removed from the first

9 5 3 6 reaktoru a mísí s dalším plynným vodíkem a kapalným uhlovodíkovým ředidlem o teplotě varu v rozmezí 280 °C až asi 254 °C. Množství použitého ředidla činí 20 až 100 obj. %, vztaženo na objem uhlovodíkového proudu odváděného z první reakční zóny. Tato směs se pak uvádí do druhého reaktoru, kde se vede vzhůru ložem zrnitého katalyzátoru, podobného katalyzátoru v prvním loži, čímž se lože udržuje ve vznosu. Tlak a teplota udržované v druhém reaktoru jsou podobné jako v prvním reaktoru. Jako ředidla je možno použít jakékoliv uhlovodíkové frakce nebo proudu o teplotě varu v rozmezí 260 až 254 °C, tj. s bodem varu ležícím pod bodem varu nepřeměného těžkého uhlovodíkového oleje. S výhodou je ředidlem uhlovodíkový podíl o teplotě varu v rozmezí 315 až 427 °C, a obvykle je jím kterákoliv frakce z rafinace mající teplotu varu v uvedeném rozmezí, která je pro takovéto použití k dispozici, jako například olej z katalytického krakovacího cyklu, olej z koksárenského plynu, olej z nativního plynu, extrakční olej a dekantační olej. Ředidlo zůstává převážně za provozního tlaku a teploty v druhém reakčním stupni kapalné, čímž se dosáhne požadovaného zředění. Zpracované uhlovodíky z druhého reaktoru se pak po vypuštění š výhodou vedou do destilační kolony k dalšímu zpracování, přičemž se ředidlo získává z frakce o bodu varu 260 se ředidlo získává z frakce o teplotě varu 260 až 524 °C a odděluje se frakcionačním zařízením.9 5 3 6 of the reactor and mixed with additional hydrogen gas and liquid hydrocarbon diluent boiling in the range of 280 ° C to about 254 ° C. The amount of diluent used is 20 to 100 vol% based on the volume of hydrocarbon stream removed from the first reaction zone. This mixture is then fed to a second reactor, where it is passed up through a bed of granular catalyst, similar to the catalyst in the first bed, thereby keeping the bed floating. The pressure and temperature maintained in the second reactor are similar to those in the first reactor. As the diluent, any hydrocarbon fraction or stream boiling in the range of 260 to 254 ° C, i.e. with a boiling point below the boiling point of the unconverted heavy hydrocarbon oil, can be used. Preferably, the diluent is a hydrocarbon portion boiling in the range of 315 to 427 ° C, and is typically any refining fraction having a boiling point in the range that is available for such use, such as catalytic cracking cycle oil, coke oven gas, native gas oil, extraction oil and decanting oil. The diluent remains liquid at the operating pressure and temperature in the second reaction stage, thereby achieving the desired dilution. The treated hydrocarbons from the second reactor are then preferably passed to the distillation column for further processing, wherein the diluent is recovered from the boiling point fraction 260, the diluent is recovered from the boiling point 260 to 524 ° C and separated by a fractionator.

Další opatření tohoto vynálezu, jakož i výhody postupu podle vynálezu jsou patrné z připojených výkresů, jakož i z popisu výhodných postupů.Further measures of the invention as well as advantages of the process according to the invention are apparent from the accompanying drawings as well as from the description of the preferred processes.

Na obr. 1 je schéma jedné obměny způsobu podle vynálezu pro konverzi uhlovodíků a na obr. 2 je schéma jiné formy provedení postupu podle tohoto vynálezu.Fig. 1 is a diagram of one variation of the process for converting hydrocarbons; and Fig. 2 is a diagram of another embodiment of the process of the present invention.

S odkazem na obr. 1 je znázorněný postup zahájen prvým stupněm hydrogenačního krakování těžkého uhlovodíkového oleje, který se vede do prvého reaktoru 12. Může to být kterýkoliv uhlovodíkový olej ze skupiny, kterou tvoří petrolej, břidlicový olej, dehtový olej nebo olej z uhlí, obsahující velký podílí oleje o t. t. nad 530 °C. Jako příklady těžkých uhlovodíkových olejů použitelných jako zdroj při postupu podle tohoto vynálezu lze uvést zbytky po destilaci ve vakuu i za atmosférického tlaku, dehet z uhlí nebo další těžké uhlovodíkové oleje. Tento přívod se spolu s plynem obsahujícím vodík vede do prvého reaktoru. V reaktoru je katalyzátorové lože se zrnitým katalyzátorem a přiváděný olej s vodíkem se vedou vzhůru reaktorem, procházejí ložem katalyzátoru a způsobují náhodné pohyby částeček katalyzátoru.Referring to Fig. 1, the process illustrated is initiated by a first stage of hydrotreating heavy hydrocarbon oil that is fed to the first reactor 12. This may be any hydrocarbon oil of the group consisting of kerosene, shale oil, tar oil or coal oil containing a large proportion of oils with a melting point above 530 ° C. Examples of heavy hydrocarbon oils useful as a source in the process of this invention include vacuum and atmospheric distillation residues, coal tar, or other heavy hydrocarbon oils. This feed, together with the hydrogen-containing gas, is fed to the first reactor. In the reactor there is a catalyst bed with a granular catalyst and the supplied hydrogen oil is passed up through the reactor, passing through the catalyst bed and causing accidental movements of the catalyst particles.

Jako katalyzátor se může použít kterýkoli vhodný hydrogenační katalyzátor s velikostí částeček od 100 ^m asi do 0,8 mm. Katalyzátor je uložen v roztažitelném loži, přičemž pohybem reakčních složek v reaktoru směrem vzhůru se lože roztáhne až na pětinásobek původního objemu. Hydrogenační krakování v prvém reaktoru se provádí za tlaku mezi 10,3 až asi 28,0 MPa a za teploty os asi 430 až 480 °C. Dodržují-li se tyto parametry, činí konverze přívodu těžkého uhlovodíku přibližně 40 až asi 80 % objemových z původního přívodu, se vyšší hranice dosahuje a udržuje velmi nesnadno. Při použití suroviny, jako je zbytek po vakuové destilaci nebo destilaci za atmosférického tlaku, činí konverze obvykle 40 až 60 %, přičemž prakticky dosažitelným množstvím je asi 50%.Any suitable hydrogenation catalyst having a particle size of from about 100 µm to about 0.8 mm can be used as the catalyst. The catalyst is contained in an expandable bed, and by moving the reactants up in the reactor, the bed is expanded up to five times the original volume. The hydrogenation cracking in the first reactor is carried out at a pressure of between 10 to about 28 MPa and at an axis temperature of about 430 to 480 ° C. If these parameters are adhered to, the conversion of the heavy hydrocarbon feed is about 40 to about 80% by volume of the original feed, a higher limit is reached and maintained very difficult. When using a raw material such as the residue after vacuum distillation or atmospheric distillation, the conversion is usually 40 to 60%, with a practically attainable amount of about 50%.

U výše popsaného způsobu, používajícího katalyzátorového lože ve vznosu na rozdíl cd obvyklého pevného lože, se obvykle přidává čerstvý katalyzátor a odebírá vyčerpaný katalyzátor nepřetržitě. Množství přidávaného a odebíraného katalyzátoru závisí na reakčních podmínkách, na druhu suroviny, stupni konverze atd.In the process described above, using a catalyst bed in fluidized bed as opposed to a conventional fixed bed, fresh catalyst is usually added and the spent catalyst is removed continuously. The amount of catalyst added and withdrawn depends on the reaction conditions, the type of feedstock, the degree of conversion, etc.

Proud odváděný z prvního reaktoru pro hydrokrakování obsahuje asi 40 % až asi 60 % původní vysokovroucí uhlovodíkové suroviny. Tento odváděný proud se vede do druhého reaktoru 14 pro hydrokrakování spojovacím potrubím 16, v němž se mísí s proudem 15 uhlovodíkového ředidla o teplotě varu v rozmezí asi od 260 °C asi do 524 °C, s výhodou asi od 315 asi do 427 °C. Ředidla se používá v množství asi od 20 obj. % asi do 100 obj. %, vztaženo na. objem proudu přiváděného do druhého reaktoru.The effluent from the first hydrocracking reactor contains about 40% to about 60% of the original high boiling hydrocarbon feedstock. This effluent stream is fed to a second hydrocracking reactor 14 through line 16 in which it is mixed with a hydrocarbon diluent stream 15 boiling in the range of about 260 ° C to 524 ° C, preferably about 315 to 427 ° C. . The diluent is used in an amount of from about 20% by volume to about 100% by volume, based on the composition. the volume of current fed to the second reactor.

Proud odtahovaný z prvního reaktoru a uhlovodíkové ředidlo se přivádějí do dolní části druhého reaktoru pro hydrokrakování, kde stoupají vzhůru rychlostí postačující k udržení katalyzátorového lože ve vznosu v druhém reaktoru; produkt 17 se z druhého reaktoru odvádí horem. Druhý reaktor pracuje za obdobných podmínek jako první reaktor, tj. za tlaku nad 10,3 MPa a za teploty asi od 427 asi do 482 °C. Výhodný tlak je v rozsahu asi od 10,3 MPa do asi 21,0 MPa, a výhodná teplota je asi od 427 - asi do 455 °C. Jako zrnitého katalyzátoru se může obdobně použít jakéhokoliv hydrogenačního katalyzátoru o zrnění asi od 100 μπι asi do 0,8 mm, přičem lože katalyzátoru se udržuje ve vznosu podobně jako v prvním reaktoru.The stream drawn from the first reactor and the hydrocarbon diluent are fed to the lower portion of the second hydrocracking reactor where they rise at a rate sufficient to keep the catalyst bed in the second reactor; the product 17 is removed from the second reactor by the top. The second reactor operates under similar conditions to the first reactor, i.e., at a pressure above 10 bar and at a temperature of about 427 to about 482 ° C. A preferred pressure is in the range of about 10 to about 20 bar, and a preferred temperature is from about 427 to about 455 ° C. Likewise, any hydrogenation catalyst having a particle size of from about 100 μπι to about 0.8 mm can be used as the granular catalyst, while maintaining the catalyst bed as if in the first reactor.

Způsob podle vynálezu je schematicky znázorněn na obr. 2, kdy se surovina, s výhodou zbytek obsahující nejméně 50 objemových °/o uhlovodíkového materiálu vroucího nad 535 °C a výhodněji obsahujícího nejméně 75 objemových % látek o teplotě varu nad 535 °C, přivádí do dna prvého reaktoru 20. Plyn obsahující vodík se mísí s čerstvou surovinou v přívodním potrubí 22 těsně před jeho vyústěním do reaktoru 20. V prvém reaktoru 20 se udržuje s výhodou teplota v rozmezí asi od 430 do 455 °C a tlak mezi 10,3 MPa a 21,0 MPa dostatečným předehřátím suroviny i plynu obsahujícího vodík, dři199536 ve než se uvádí do reaktoru, takže exotermní hydrogenační reakce umožňuje dosáhnout žádané teploty v reaktoru. Plyn obsahující vodík se vede z nezakresleného zdroje a mísí se se surovinou v potrubí 22 v množství od 1180 m³ do 3540 m³ na 1 m³ čerstvé suroviny a směs se vede do reaktoru 20, do kterého se uloží vhodný zrnitý katalyzátor; obvykle, je jím katalyzátor používaný při hydrogenačních procesech, a může to být zvláště katalyzátor s obsahem kobaltu a molybdenu na kysličníku hlinitém, ačkoliv jsou možné a vhodné i jiné katalyzátorové soustavy, jako jsou přírodní hlinky, nikl a kysličník molybdenu na kysličníku hlinitém a četné jiné známé katalyzátory. Povaha přiváděné suroviny a vysoký tlak umožňují udržet uhlovodíkový materiál v kapalném stavu v reaktoru, přičemž tekutiny, proudící vzhůru, udržují katalyzátorové lože ve vznosu a vyvolávají náhodný pohyb katalyzátorových částeček v loži. Toto značně prodlužuje životnost katalyzátoru, pomáhá udržovat rovnoměrnější teplotu uvnitř katalyzátorového lože a zabraňuje podstatnějšímu koksování, jakož i ovlivňuje efektivnost hydrokrakování a inhydrosulfurování, jehož lze při takovémto postupu dosáhnout. Prostorová rychlost v reaktoru se udržuje od 0,2 do 1 objemu přiváděním suroviny za 1 hodinu na 1 objem reaktoru (obj./obj./hod. ].The process according to the invention is shown schematically in Fig. 2, wherein the feedstock, preferably a residue containing at least 50 volume% of hydrocarbon material boiling above 535 ° C and more preferably containing at least 75 volume% of substances boiling above 535 ° C, is fed to The bottom of the first reactor 20. The hydrogen-containing gas is mixed with the fresh feed in the feed line 22 just prior to its exit into the reactor 20. The first reactor 20 preferably maintains a temperature in the range of about 430-455 ° C and a pressure of 10,3 MPa. and 21.0 MPa by sufficiently preheating both the feedstock and the hydrogen-containing gas before it is introduced into the reactor so that the exothermic hydrogenation reaction makes it possible to achieve the desired temperature in the reactor. The hydrogen-containing gas is fed from a non-drawn source and mixed with the feedstock in line 22 in an amount of from 1180 m ³ to 3540 m ³ per 1 m ^{3 of} fresh feed and the mixture is fed to a reactor 20 to accommodate a suitable granular catalyst; usually, it is a catalyst used in hydrogenation processes, and may in particular be a catalyst containing cobalt and molybdenum on alumina, although other catalyst systems such as natural clays, nickel and molybdenum oxide on alumina and many other catalysts are possible and suitable known catalysts. The nature of the feedstock and the high pressure make it possible to keep the hydrocarbonaceous material in a liquid state in the reactor, while the fluids flowing upward keep the catalyst bed floating and cause the catalyst particles to move accidentally in the bed. This greatly extends the life of the catalyst, helps to maintain a more uniform temperature within the catalyst bed and prevents significant coking as well as affects the efficiency of hydrocracking and inhydrosulfurization that can be achieved with such a process. The space velocity in the reactor is maintained from 0.2 to 1 volume by feeding feedstock per hour to 1 reactor volume (v / v / hour).

Na nejvyšší část reaktoru 20 je připojeno potrubí 24, určené pro odvádění reakční směsi z reaktoru; na druhém svém konci je napojeno na odlučovač 26 plynu a kapalin, kde se proud z reaktoru dělí —- jak to plyne z názvu — na parní a kapalné podíly. Parní podíly se odvádějí z odlučovače 26 potrubím 28, chladí v chladiči 30 a vedou do dalšího odlučovače 32 plynu a kapaliny. Kapalné složky se vypouštějí z odlučovače 32 potrubím 34, ústícím na druhém konci do dna druhého vysokotlakého a za vysoké teploty pracujícího reaktoru 36. Ďo potrubí 34 je uprostřed rovněž zaústěno potrubí 38 s recyklovaným ředidlem, jakož i přívod plynného vodíku. Plyn obsahující vodík se přivádí z nezakresleného zdroje a přidává se ke směsi kapalného uhlovodíku a ředidla v témže poměru, jak to bylo uvedeno u prvého ' reaktoru. Ředidlem může být kterýkoli uhlovodík vroucí v rozmezí od 260 do 530 °C, ale podle vynálezu jde s výhodou o recyklovanou frakci těžkého plynového oleje o teplotě varu v rozmezí od 315 do 430 °G, jež se získává frakcionováním produktu, jak je dále popsáno. Množství ředidla smíšeného s kapalným uhlovodíkovým proudem činí od 20 objemových % do 100 objemových % proudu podle stupně konverze požadované v druhém reaktoru jakož i podle charakteru přiváděné suroviny. To znamená, že čím vyšší je požadovaná konverze v druhém reaktoru a čím náročnější jsou podmínky v tomto reaktoru (teplota a doba setrvání), tím vyšší množství ředidla je nutno přidat.Connected to the uppermost portion of the reactor 20 is a conduit 24 for discharging the reaction mixture from the reactor; at the other end thereof, it is connected to a gas / liquid separator 26 where the reactor stream is divided - as is clear from the title - into steam and liquid fractions. The steam fractions are discharged from the separator 26 via a conduit 28, cooled in a cooler 30 and passed to another gas and liquid separator 32. The liquid components are discharged from the separator 32 via a conduit 34 extending at the other end to the bottom of a second high-pressure, high-temperature reactor 36. A conduit 38 with recycled diluent 38 and a gaseous hydrogen gas inlet also extends in the center. The hydrogen-containing gas is supplied from a non-plotted source and added to the liquid hydrocarbon / diluent mixture in the same ratio as described for the first reactor. The diluent may be any hydrocarbon boiling in the range of from 260 to 530 ° C, but according to the invention it is preferably a recycled heavy gas oil fraction boiling in the range of from 315 to 430 ° C, which is obtained by fractionating the product as described below. The amount of diluent mixed with the liquid hydrocarbon stream is from 20 vol% to 100 vol% of the stream according to the degree of conversion required in the second reactor as well as the nature of the feedstock being fed. This means that the higher the desired conversion in the second reactor and the more difficult the conditions in that reactor (temperature and residence time), the higher the amount of diluent to be added.

Smíšený proud uhlovodíku, ředidla a plyB nu, obsahujícího vodík se vede do druhého reaktoru 36, který se udržuje v podstatě na témže tlaku a teplotě jako prvý reaktor 20. Podobně katalyzátor, který se používá v reaktoru 38, může být shodný s katalyzátorem, který se používá v reaktoru 20, tj. katalyzátor na bázi kobaltu a molybdenu na kysličníku hlinitém. Podobně jsou charakteristické pro druhý reaktor 38 tytéž prostorové rychlostí, podobný objem reaktoru a konstrukce'jako u prvého reaktoru 20.A mixed stream of hydrocarbon, diluent and hydrogen-containing gas is fed to a second reactor 36, which is maintained at substantially the same pressure and temperature as the first reactor 20. Similarly, the catalyst used in reactor 38 may be the same as the catalyst. is used in reactor 20, i.e. a cobalt-molybdenum catalyst on alumina. Similarly, the second reactor 38 is characterized by the same space velocity, a similar reactor volume and design as the first reactor 20.

Směs odcházející z druhého reaktoru se odvádí potrubím 40, napojeným na horní část reaktoru 38. Tato směs se též dělí na parní a plynnou složku v třetím odlučovači 42 pro děleni plynu a kapaliny, napojeném na potrubí 4tí. Oddělené parní podíly se vedou spojovacím potrubím 44 do potrubí 28, kde se mísí s parními· podíly z prvého reaktoru. Kapalný proud z třetího odlučovače 42 pro dělení plynné složky od kapalné se ve*· de do frakcionační kolony 46 potrubím 48, spojujícím odlučovač s frakcionační kolonou. Kapalný uhlovodíkový proud, oddělený v druhém odlučovači 32* pro dělení plynné složky od kapalné, se též přivádí do frakcionační kolony 46 potrubím 50, spojujícím druhý odlučovač 32 s potrubím 48. Ředidlo se získá recyklováním veškerého nebo dílčího množství frakce těžkého plynového oleje (destilační rozmezí 340 až 530 °C] potrubím 38 do druhého reaktoru 36.The mixture leaving the second reactor is discharged via a line 40 connected to the top of the reactor 38. This mixture is also separated into a vapor and gaseous component in a third gas-liquid separator 42 connected to line 4 '. The separated steam fractions are fed through the conduit 44 to the conduit 28 where they are mixed with the vapor fractions from the first reactor. The liquid stream from the third separator 42 for separating the gaseous component from the liquid is fed to the fractionation column 46 via line 48 connecting the separator to the fractionation column. The liquid hydrocarbon stream separated in the second separator 32 * for separating the gaseous component from the liquid is also fed to fractionation column 46 via line 50 connecting the second separator 32 to line 48. The diluent is obtained by recycling all or part of the heavy gas oil fraction (distillation range). 340-530 ° C] via line 38 to the second reactor 36.

Dále uvedené příklady způsob podle vynálezu blíže objasňují, aniž však jakkoliv omezují rozsah vynálezu.The following examples illustrate the process of the invention in more detail, but without limiting the scope thereof.

PřikladlHe did

1590 m³/den zbytku po vakuové destilaci, obsahující 100 objemových % látky o teplotě varu nad 530 °C, se přivádí spolu s 890 m³· vodíku ria 1 m³ přiváděného nástřiku na dno prvého reaktoru, obsahujícího hydrogenační katalyzátor. Používá se katalyzátoru na bázi molybdenu a kobaltu, nanesených na kysličníku hlinitém, který se udržuje ve vznosu v koncentraci asi 480 kg na 1 m³ lože vzhůru proudícími reakčními složkami. Teplota v reaktoru činí asi 450 °C, parciální tlak vodíku 15,1 MPa, a pracuje se za prostorové rychlosti 1,0 obj. nástřiku za hodinu na 1 objem reaktoru. Směs odcházející z prvého reaktoru činí přibližně 636 m³ uhlovodíku o teplotě varu nad 530 °C a 1002 m³ uhlovodíku o teplotě varu pod 530 °C za den, což odpovídá konverzi asi 60 % v prvém reaktoru.1590 m ³ / day of the residue after vacuum distillation, containing 100% by volume of the substance boiling above 530 ° C, is fed together with 890 m ³ · hydrogen and 1 m ^{3 of} feed feed to the bottom of the first reactor containing the hydrogenation catalyst. A catalyst based on molybdenum and cobalt, supported on alumina, is used, which is suspended in a concentration of about 480 kg per m ³ bed upstream of the reactants. The temperature in the reactor was about 450 ° C, the hydrogen partial pressure was 15.1 MPa, and was operated at a space velocity of 1.0 vol. Feed per hour per reactor volume. The mixture leaving the first reactor is approximately 636 m ^{3 of} hydrocarbon boiling above 530 ° C and 1002 m ^{3 of} hydrocarbon boiling below 530 ° C per day, corresponding to a conversion of about 60% in the first reactor.

Olej odcházející z prvého reaktoru se pak mísí s 795 m³/dm ředidla, jímž je těžký plynový olej, vroucí v rozmezí asi od 315 do 430 °C, a smíšený proud se přivádí na dno druhého reaktoru. Pracuje se pak za teploty 450 °C a za parciálního tlaku vodíku 15,1 MPa s prostorovou rychlostí 0,5 obj./obj,./h. Používá ss téhož katalyzátoru jako v prvém reaktoru. Proud z druhého reaktoru obsahu19953« je asi 255 m³ oleje o teplotě varu nad 530 °C a asi 2226 m³ oleje o teplotě varu v rozmezí od Ci do 530 °C za den.The oil leaving the first reactor is then mixed with 795 m ³ / dm of a diluent which is a heavy gas oil boiling in the range of about 315 to 430 ° C, and the mixed stream is fed to the bottom of the second reactor. The process is then carried out at a temperature of 450 ° C and a hydrogen partial pressure of 15.1 MPa with a space velocity of 0.5 vol / vol ,./h. It uses the same catalyst as in the first reactor. The stream from the second reactor containing 19953 < -1 > is about 255 m ^{< 3 > of} oil having a boiling point above 530 [deg.] C and about 2226 m < ³ >

Celková konverze materiálu, vroucího nad 530 °C, činí při postupu podle tohoto příkladu 84 %. Celková prostorová rychlost je 0,33 obj./obdj./h a konverze zbytku na objem reaktoru činí za den 6,8 m³/l m³ objemu reaktoru. Lze to porovnat s jednoduchým reaktorem, pracujícím s 84% konverzí, kde prostorová rychlost činí 0,25 obj./obj./h a použité množství ředidla je 1590 m³ za den a kde konverze zbytku činí pouze 5,2 m³ na 1 m³za den. K podobnému výsledku se dospěje, použijí-li se dva stupně s ředidlem přiváděným spolu s nástřikem do prvého stupně.The total conversion of the material boiling above 530 ° C was 84%. The total space velocity is 0.33 v / v / h and the conversion of residue to reactor volume is 6.8 m ³ / lm ³ of reactor volume per day. This can be compared to a simple 84% conversion reactor where the space velocity is 0.25 v / v / h and the amount of solvent used is 1590 m ³ per day and where the residue conversion is only 5.2 m ³ per 1 m ³ per day. A similar result is obtained when two steps are used with the diluent fed together with the feed to the first step.

Příklad 2Example 2

Za použití způsobu podle vynálezu, jak je schematicky znázorněn na obr. 2, se zpracovává denně 1590'm³ zbytku po vakuové destilaci, obsahujícího téměř 100 % uhlovodíků o teplotě varu nad 530 °C, přičemž se na dno prvého reaktoru přivádí vodík v množství 890 m³ na 1 m³ nástřiku. Teplota v reaktoruUsing the process of the invention, as schematically illustrated in FIG. 2, 1590 &^lt; ³ > m &^lt; ^{3 &} gt ^; of vacuum residue is treated daily, containing nearly 100% hydrocarbons boiling above 530 [deg.] C, hydrogen in the bottom of the first reactor. 890 m ³ per 1 m ³ spray. Reactor temperature

Claims

A process for the treatment of a heavy hydrocarbon oil, for example an oil containing at least 50% of a hydrocarbon feedstock boiling above 524 ° C, with hydrogen at high pressures and temperatures, for example 436 to 460 ° C and 10.3 to 28.0 MPa, wherein: the heavy hydrocarbon oil and hydrogen-containing gas are passed up through the first zone at a temperature of 430 to 460 ° C and a pressure of 10 to 28.0 MPa in the presence of a granular catalyst, for example a hydrogenation catalyst of 100 μτα to 0.8 mm based on cobalt and molybdenum or their oxides deposited on alumina, characterized in that the hydrocarbon stream from the first zone, for example, converted and unconverted heavy hydrocarbon oil, together with additional hydrogen gas and a hydrocarbon diluent, for example hydrocarbon oil boiling in the range 260 to 530 ° C, preferably 315 to 430 ° C, wherein the amount of diluent is 20 to 100% by volume of cap the other hydrocarbon oil components are removed at a temperature of 450 ° C, the hydrogen partial pressure is 15.1 MPa, the mixture leaving the first reactor is separated into a gas / liquid separator in a separator, yielding 954 m ^{3 of} liquid hydrocarbons per day; this fraction, together with 795 m ³ / day of a heavy gas oil diluent and 890 m ^{3 of} hydrogen, based on 1 m ^{3 of} feed, is fed to a second reactor. The feed to the second reactor is about 636 m ³ / day of hydrocarbon oil boiling above 530 ° C. The mixture leaving the second reactor is fed to another separator for separating the gaseous and liquid fractions and the resulting liquid stream at a rate of 795 m ³ / day is fed to a fractionation column. Also, the steam fractions from the two separators were cooled and further divided into gaseous and liquid fractions to give about 1685 m ³ / day of the liquid product, which was mixed with the liquid stream discharged to the fractionation column. The product from the fractionation column is about 254 m ³ / day of oil boiling above 530 ° C and 2226 m ³ / day of other fractions such as naphtha, fuel oil, gas and heavy gas oil. From heavy gas oil, 795 m ³ / day is recycled as a diluent to the second reactor.

DETAILED DESCRIPTION OF THE PREFERRED EMBODIMENTS From the first zone, it flows upwardly into a second zone operating at similar temperatures and pressures and with a similar catalyst as in the first zone, after which the hydrocarbon oil from the second zone is removed as a product.

2. The process of claim 1 wherein the hydrocarbon stream removed from the first reaction zone is separated by a typical separation of the liquid phase from the vapor to a vapor component and a liquid component containing low boiling compounds, comprising predominantly hydrocarbons boiling at no greater than 0 ° C. higher boiling compounds, comprising predominantly hydrocarbons boiling in the range of 10 to 523 ° C, the liquid hydrocarbon component being passed to the second zone.

3. The process of claims 1 and 2, wherein the hydrocarbon product from the second zone is fractionated to obtain a fraction suitable as a diluent, which is a hydrocarbon oil having a distillation range of 260 to 530 ^and C, and the fraction is returned to the second. zone.