ES2298282T3 - Proceso de fcc con produccion mejorada de olefinas ligeras. - Google Patents
Proceso de fcc con produccion mejorada de olefinas ligeras. Download PDFInfo
- Publication number
- ES2298282T3 ES2298282T3 ES01989920T ES01989920T ES2298282T3 ES 2298282 T3 ES2298282 T3 ES 2298282T3 ES 01989920 T ES01989920 T ES 01989920T ES 01989920 T ES01989920 T ES 01989920T ES 2298282 T3 ES2298282 T3 ES 2298282T3
- Authority
- ES
- Spain
- Prior art keywords
- catalyst
- riser
- regenerated
- coked
- component
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Expired - Lifetime
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 51
- 230000008569 process Effects 0.000 title claims abstract description 48
- 150000001336 alkenes Chemical class 0.000 title claims abstract description 43
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 title description 38
- 239000003054 catalyst Substances 0.000 claims abstract description 283
- 239000010457 zeolite Substances 0.000 claims abstract description 61
- HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N dioxosilane;oxo(oxoalumanyloxy)alumane Chemical compound O=[Si]=O.O=[Al]O[Al]=O HNPSIPDUKPIQMN-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims abstract description 54
- 229910021536 Zeolite Inorganic materials 0.000 claims abstract description 53
- 239000011148 porous material Substances 0.000 claims abstract description 52
- 239000000203 mixture Substances 0.000 claims abstract description 45
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims abstract description 43
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims abstract description 43
- 239000000571 coke Substances 0.000 claims abstract description 27
- 230000008929 regeneration Effects 0.000 claims abstract description 19
- 238000011069 regeneration method Methods 0.000 claims abstract description 19
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims abstract description 14
- 230000001174 ascending effect Effects 0.000 claims description 41
- 238000004523 catalytic cracking Methods 0.000 claims description 11
- 239000002808 molecular sieve Substances 0.000 claims description 7
- URGAHOPLAPQHLN-UHFFFAOYSA-N sodium aluminosilicate Chemical compound [Na+].[Al+3].[O-][Si]([O-])=O.[O-][Si]([O-])=O URGAHOPLAPQHLN-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 7
- 239000003085 diluting agent Substances 0.000 claims description 4
- 238000006243 chemical reaction Methods 0.000 description 45
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 17
- 238000002156 mixing Methods 0.000 description 17
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N propylene Natural products CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 16
- 125000004805 propylene group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([*:1])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 16
- 230000000694 effects Effects 0.000 description 15
- 239000000463 material Substances 0.000 description 14
- 239000002245 particle Substances 0.000 description 14
- 238000005336 cracking Methods 0.000 description 13
- 230000007423 decrease Effects 0.000 description 13
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 11
- 239000000654 additive Substances 0.000 description 9
- 238000012360 testing method Methods 0.000 description 9
- 230000000996 additive effect Effects 0.000 description 8
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 8
- 238000004939 coking Methods 0.000 description 6
- 238000011144 upstream manufacturing Methods 0.000 description 6
- 239000011159 matrix material Substances 0.000 description 5
- 230000009467 reduction Effects 0.000 description 5
- 238000000926 separation method Methods 0.000 description 5
- VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N Silicium dioxide Chemical compound O=[Si]=O VYPSYNLAJGMNEJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 238000009835 boiling Methods 0.000 description 4
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 4
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 4
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- JTJMJGYZQZDUJJ-UHFFFAOYSA-N phencyclidine Chemical class C1CCCCN1C1(C=2C=CC=CC=2)CCCCC1 JTJMJGYZQZDUJJ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 229910052761 rare earth metal Inorganic materials 0.000 description 4
- 150000002910 rare earth metals Chemical class 0.000 description 4
- 125000000383 tetramethylene group Chemical group [H]C([H])([*:1])C([H])([H])C([H])([H])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 4
- PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N aluminium oxide Inorganic materials [O-2].[O-2].[O-2].[Al+3].[Al+3] PNEYBMLMFCGWSK-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 230000008901 benefit Effects 0.000 description 3
- 239000000567 combustion gas Substances 0.000 description 3
- -1 ethylene, propylene Chemical group 0.000 description 3
- 238000005243 fluidization Methods 0.000 description 3
- JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N olefin Natural products CCCCCCCC=C JRZJOMJEPLMPRA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 230000001105 regulatory effect Effects 0.000 description 3
- 239000005995 Aluminium silicate Substances 0.000 description 2
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 description 2
- UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N Hydrogen Chemical compound [H][H] UFHFLCQGNIYNRP-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 235000012211 aluminium silicate Nutrition 0.000 description 2
- QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N atomic oxygen Chemical compound [O] QVGXLLKOCUKJST-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000011230 binding agent Substances 0.000 description 2
- 125000004432 carbon atom Chemical group C* 0.000 description 2
- 238000002485 combustion reaction Methods 0.000 description 2
- 230000003247 decreasing effect Effects 0.000 description 2
- 239000000945 filler Substances 0.000 description 2
- 150000002431 hydrogen Chemical class 0.000 description 2
- NLYAJNPCOHFWQQ-UHFFFAOYSA-N kaolin Chemical compound O.O.O=[Al]O[Si](=O)O[Si](=O)O[Al]=O NLYAJNPCOHFWQQ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 229910052760 oxygen Inorganic materials 0.000 description 2
- 239000001301 oxygen Substances 0.000 description 2
- 230000000630 rising effect Effects 0.000 description 2
- 239000000377 silicon dioxide Substances 0.000 description 2
- 238000012546 transfer Methods 0.000 description 2
- 241000735215 Lepidocybium flavobrunneum Species 0.000 description 1
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 239000011149 active material Substances 0.000 description 1
- 230000015556 catabolic process Effects 0.000 description 1
- 238000004517 catalytic hydrocracking Methods 0.000 description 1
- 238000004891 communication Methods 0.000 description 1
- 150000001875 compounds Chemical class 0.000 description 1
- 238000001816 cooling Methods 0.000 description 1
- 230000009849 deactivation Effects 0.000 description 1
- 238000006731 degradation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000006356 dehydrogenation reaction Methods 0.000 description 1
- 238000013461 design Methods 0.000 description 1
- 238000010790 dilution Methods 0.000 description 1
- 239000012895 dilution Substances 0.000 description 1
- 238000004821 distillation Methods 0.000 description 1
- 238000009826 distribution Methods 0.000 description 1
- 229910052675 erionite Inorganic materials 0.000 description 1
- 230000007717 exclusion Effects 0.000 description 1
- 230000001747 exhibiting effect Effects 0.000 description 1
- 230000002349 favourable effect Effects 0.000 description 1
- 229910001657 ferrierite group Inorganic materials 0.000 description 1
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 1
- 238000002347 injection Methods 0.000 description 1
- 239000007924 injection Substances 0.000 description 1
- 150000002605 large molecules Chemical class 0.000 description 1
- 229920002521 macromolecule Polymers 0.000 description 1
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 1
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 1
- 238000006384 oligomerization reaction Methods 0.000 description 1
- 238000004321 preservation Methods 0.000 description 1
- 230000002035 prolonged effect Effects 0.000 description 1
- 230000035484 reaction time Effects 0.000 description 1
- 238000011160 research Methods 0.000 description 1
- 230000033764 rhythmic process Effects 0.000 description 1
- 238000007086 side reaction Methods 0.000 description 1
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 1
- 238000004230 steam cracking Methods 0.000 description 1
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 1
- 230000002277 temperature effect Effects 0.000 description 1
- 238000009834 vaporization Methods 0.000 description 1
- 230000008016 vaporization Effects 0.000 description 1
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
- C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
- C07C4/06—Catalytic processes
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G11/02—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils characterised by the catalyst used
- C10G11/04—Oxides
- C10G11/05—Crystalline alumino-silicates, e.g. molecular sieves
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
- C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
- C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
- C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
- C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Engineering & Computer Science (AREA)
- Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
- General Chemical & Material Sciences (AREA)
- Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Catalysts (AREA)
Abstract
Un proceso para el craqueo catalítico fluidizado de una corriente de alimentación de hidrocarburos para obtener olefinas ligeras, dicho proceso comprendiendo: poner en contacto la corriente de alimentación de hidrocarburos con un catalizador mezclado que comprende el catalizador regenerado y el catalizador coquizado, teniendo dicho catalizador una composición del catalizador que incluye un primer componente que comprende un tamiz molecular de poros grandes que tiene poros con aberturas mayores que 0.7 nm de diámetro efectivo y un segundo componente que comprende una zeolita cuyo tamaño de poros no sea mayor que el mediano que tiene aberturas de menos que o igual a 0.7 nm de diámetro efectivo, dicha zeolita cuyo tamaño de poros no sea mayor que el mediano comprendiendo al menos 1.0% por peso de la composición del catalizador, ocurriendo dicho contacto en un tubo ascendente (16) para craquear hidrocarburos en dicha corriente de alimentación y obtener una corriente craqueada que contiene productos de hidrocarburo que incluyen olefinas ligeras y el catalizador coquizado; pasar dicha corriente craqueada por un extremo (30) de dicho tubo ascendente (16) de manera tal que dicha corriente de alimentación de hidrocarburos esté en contacto con el catalizador mezclado en el tubo ascendente (16) durante un tiempo menor que o igual a 2 segundos como promedio; separar dichos productos de hidrocarburo que incluyen olefinas ligeras de dicho catalizador coquizado; pasar una primera porción de dicho catalizador coquizado a una zona de regeneración (12) y combustionar coque de dicho catalizador para producir el catalizador regenerado, teniendo dicho catalizador regenerado sustancialmente las mismas proporciones relativas del primer componente y del segundo componente que el catalizador mezclado que hace contacto con la corriente de alimentación de hidrocarburos; mezclar una segunda porción de dicho catalizador coquizado con dicho catalizador regenerado para generar el catalizador mezclado; y introducir dicho catalizador mezclado en dicho tubo ascendente (16).
Description
Proceso de FCC con producción mejorada de
olefinas ligeras.
Esta invención se refiere a la conversión por
craqueo catalítico fluidificado (FCC) de hidrocarburos pesados en
hidrocarburos ligeros con una corriente fluidificada de partículas
catalizadoras. Más específicamente, esta invención se refiere a un
proceso de FCC para la producción de olefinas ligeras.
El craqueo catalítico es logrado contactando
hidrocarburos en una zona de reacción con un catalizador compuesto
por un material de partículas divididas finamente. La reacción en el
craqueo catalítico, a diferencia de en el hidrocraqueo, es llevada
a cabo en ausencia de hidrógeno añadido o de consumo de hidrógeno. A
medida que procede la reacción de craqueo, cantidades sustanciales
de coque son depositadas sobre el catalizador. El catalizador es
regenerado a altas temperaturas quemando coque del catalizador en
una zona de regeneración. El catalizador que contiene el coque,
denominado aquí en lo adelante "catalizador coquizado", es
transportado continuamente desde la zona de reacción hasta la zona
de regeneración para ser regenerado y reemplazado por un
catalizador regenerado esencialmente libre de coque de la zona de
regeneración. La fluidificación de las partículas del catalizador
por varias corrientes gaseosas permite la transportación del
catalizador entre la zona de reacción y la zona de regeneración.
Los métodos para craquear hidrocarburos en una corriente de
catalizador fluidificado, transportar el catalizador entre las zonas
de reacción y de regeneración y quemar coque en el regenerador son
bien conocidos por aquellos expertos en el arte de los procesos
FCC.
El propileno es convencionalmente producido por
medio de procesos de FCC, procesos de deshidrogenación y
predominantemente a partir de procesos de craqueo con vapor. La
demanda de propileno está proyectada para comenzar a superar la
oferta. Las unidades de FCC están satisfaciendo una parte de esta
creciente demanda de propileno. Típicamente, sin embargo, las
unidades de FCC producen solo alrededor del 5% por peso del
propileno. En consecuencia, son necesarias modificaciones a
unidades de FCC que puedan incrementar la producción de propileno.
Varias referencias dan a conocer procesos de FCC modificados para
mejorar las producciones de propileno.
Muchos de estos procesos aumentan las
producciones de propileno incrementando la conversión utilizando
tiempos de reacción más largos y temperaturas elevadas de los
catalizadores. Uno de estos procesos llamados craqueo catalítico
profundo ("DCC") requiere un tiempo de contacto de
5-10 segundos para aumentar las producciones de
propileno. Sin embargo, este proceso también produce una cantidad
relativamente sustancial de gas seco indeseable; o sea, hidrógeno,
etano y metano. Ver a David Hutchinson y Roger Hood, Catalytic
Cracking to Maximize Light Olefins, Petrole et Techniques,
marzo-abril de 1996 p. 29. La
US-A-4,980,053 también describe un
proceso de craqueo profundo que craquea sobre una mezcla de zeolita
del tipo Y y una zeolita pentasil selectiva de forma, para obtener
producciones sustanciales de propileno. De manera similar, esta
patente describe un esfuerzo para prolongar el tiempo de contacto
del catalizador lo cual es probablemente la razón por la cual
reportó producciones de gas seco relativamente
altas.
altas.
Otras patentes que describen tiempos de contacto
del catalizador cortos no reconocen producciones significativas de
olefinas ligeras. La US-A-5,965,012
describe un proceso de FCC con un dispositivo de reciclaje del
catalizador con un tiempo de contacto muy corto entre la
alimentación y el catalizador. Sin embargo, el tiempo de contacto
corto no ocurre en el tubo ascendente. El craqueo tiene lugar en una
cámara donde solo el catalizador regenerado entra en contacto con
la alimentación. Los productos craqueados son extraídos
inmediatamente de la cámara de craqueo y separados del catalizador
en un conducto que está separado del tubo ascendente. La
US-A-6,010,618 describe otro
proceso de FCC que proporciona un tiempo de contacto muy corto entre
la alimentación y el catalizador en el tubo ascendente extrayendo
rápidamente el producto craqueado del tubo ascendente bien por
debajo de la mitad del recorrido hacia la salida del tubo
ascendente. La US-A-5,296,131
describe tiempos de contacto del catalizador FCC ultracortos para
mejorar selectivamente hacia la gasolina disminuyendo a la vez la
producción de coque y gas seco. Estas patentes no tienen como
objetivo producciones significativas de olefinas li-
geras.
geras.
La
US-A-5,389,232 describe el
enfriamiento de la mezcla de alimentación y catalizadores con nafta
en el tubo ascendente para reducir el tiempo de contacto
catalizador-alimentación y obtener así olefinas
ligeras. Esta patente, sin embargo, reportó producciones
relativamente bajas de olefinas ligeras.
Otras patentes dan a conocer procesos que usan
el reciclaje del catalizador sin regeneración. La
US-A-3,888,762 describe el envío
del catalizador extraído y del catalizador regenerado a la base del
tubo ascendente sin mezclarlos. La
US-A-4,853,105 describe un proceso
de FCC mediante el cual el catalizador extraído y coquizado es
reciclado hacia el tubo ascendente hasta justo menos de la mitad del
tubo ascendente. Este catalizador extraído y coquizado hace
contacto con la alimentación en el tubo ascendente durante menos de
un segundo, pero la alimentación también tiene tiempo de contacto
con el catalizador regenerado entre 10 y 50 segundos. La
US-A-5,858,207 describe un proceso
de FCC en el cual el catalizador regenerado y el catalizador
extraído y coquizado son sometidos a una extracción secundaria
antes de ser regresados al tubo ascendente para hacer contacto con
la alimentación. La US-A-5,372,704
describe un proceso de FCC mediante el cual un catalizador agotado
de una primera unidad de FCC es cargado en un tubo ascendente de una
segunda unidad de craqueo de nafta y luego reciclado de vuelta al
tubo ascendente de la primera unidad de FCC.
La
US-A-4,990,314, la
US-A-4,871,446 y la
US-A-4,787,967 describen sistemas de
FCC de catalizador de dos componentes en los cuales una porción del
catalizador es reciclada de vuelta hacia el tubo ascendente sin
regeneración. Específicamente, un componente de catalizador incluye
típicamente una zeolita de poros grandes para craquear los
hidrocarburos moleculares más grandes y el segundo componente
incluye una zeolita de poros medianos para craquear los
hidrocarburos moleculares menores. Estas patentes, al reconocer que
los componentes del catalizador con zeolita de poros medianos son
susceptibles a degradación hidrotérmica, intentan reciclar una
composición homogénea del componente de catalizador con zeolita de
poros medianos de vuelta al tubo ascendente sin sufrir
regeneración. La exclusión del componente de catalizador con zeolita
de poros medianos de la zona de regeneración requiere una
configuración especial de la matriz del catalizador y/o un diseño
complejo del dispositivo. La
US-A-4,717,466 describe una variante
de este proceso en el cual son utilizados dos tubos ascendentes. Un
tubo ascendente tiene una mayor concentración del componente de
catalizador ZSM-5 en una base con un mayor diámetro
durante un tiempo de contacto prolongado con una alimentación más
ligera.
La publicación PCT WO 95/27019 reporta
producciones adicionales de 26.2% por peso de etileno, propileno y
butileno en un reactor de lecho fluidificado circulante que tiene un
tiempo de estancia relativamente corto de 0.1 a 3.0 segundos. La
zona de reacción descrita en esta solicitud termina en un ciclón
externo que separa el catalizador de los productos. El catalizador
es extraído y enviado a la base de la zona de reacción o a un
regenerador de lecho fluidificado circulante. Esta publicación no
enseña el uso de una zeolita de poros medianos o más pequeños en la
composición del catalizador.
Algunos no usan una zeolita de poros medianos o
más pequeños en la composición del catalizador, quizás, por temor a
que la concentración del catalizador amorfo o de poros más grandes
sería insuficiente para craquear la alimentación hasta convertirla
en moléculas del rango de la nafta. Dos pasos de craqueo tienen que
tener lugar para obtener olefinas ligeras. Primero, un componente
de catalizador que contiene zeolita de poros grandes y/o un
material amorfo activo craquea la alimentación hasta convertirla en
hidrocarburos del rango de la nafta. Segundo, un componente de
catalizador que contiene una zeolita de poros medianos o pequeños
craquea los hidrocarburos del rango de la nafta en olefinas
ligeras. La zeolita de poros medianos o pequeños no puede craquear
las moléculas grandes de hidrocarburos en la alimentación. De ahí
la preocupación de que una alta concentración del componente de
zeolita de poros pequeños o medianos en la composición del
catalizador pudiera diluir indebidamente el componente catalítico
amorfo o de poros grandes para limitar el primer paso de craqueo de
la alimentación FCC hasta obtener hidrocarburos del rango de la
nafta.
La
US-A-6,106,697 evita esta
preocupación usando un sistema de craqueo catalítico de dos etapas
en el cual un componente de zeolita de poros grandes craquea la
alimentación en una unidad de FCC hasta obtener hidrocarburos del
rango de la nafta que luego son craqueados sobre un componente
zeolítico del catalizador de poros medianos a pequeños en una
segunda unidad de FCC para obtener olefinas ligeras. La
US-A-5,997,728 describe un proceso
de FCC que craquea la alimentación sobre una composición del
catalizador que contiene proporciones relativamente grandes de
catalizadores de zeolita de poros medianos y pequeños y zeolita de
poros grandes durante 5 segundos de tiempo de contacto del
catalizador para obtener buenos producciones de propileno pero con
altos producciones de gas seco. Sin embargo, la Publicación PTC WO
00/31215 describe un proceso de craqueo catalítico el cual usa un
componente de zeolita ZSM-5 y/o
ZSM-11 sobre un material matriz sustancialmente
inerte en un proceso de craqueo catalítico para obtener altos
producciones de olefinas ligeras.
La
US-A-5,597,537 enseña un proceso de
FCC que usa una alta proporción catalizador a alimentación y
temperaturas de regenerador más elevadas para asegurar que las
olefinas de fracción de gasolina sean sobrecraqueadas para producir
una alta producción de olefinas C_{3} y C_{4}. Esta patente
también enseña el reciclaje de parte del catalizador coquizado
hacia una cámara de mezclado en la base del tubo ascendente mientras
se transporta otra porción del catalizador coquizado hacia el
regenerador para ser regenerado. La porción del catalizador
regenerado y la porción del catalizador coquizado y reciclado son
combinadas en un recipiente de mezcla y dejadas equilibrarse
térmicamente antes de ser introducidas en el tubo ascendente para
catalizar la alimentación fresca. Aunque esta patente sí indica que
el proceso descrito pudiera ser usado para el craqueo con menor
tiempo de estancia, explica que los tiempos de estancia menores son
adecuados para evitar que el catalizador sea coquizado, no para
producir cantidades mayores que olefinas C_{3} y C_{4}. Esta
patente también enseña la adición de un componente de zeolita de
poros medianos a la composición del catalizador en un esfuerzo por
evitar la coquización del catalizador. Sin embargo, no asocia el uso
de un componente de zeolita de poros medianos y los tiempos de
contacto cortos para obtener mayor producción de olefinas ligeras.
Esta patente refleja la preocupación de que un componente de
catalizador que contiene una zeolita de poros grandes y/o amorfa
activa que es diluido con un componente de zeolita de poro mediano y
coquizado del reciclaje sin regeneración pueden no ser
suficientemente activos para craquear la alimentación hasta obtener
un hidrocarburo del rango de la nafta. De ahí, el deseo de
minimizar la coquización.
La EP-A-600,686
describe un proceso de craqueo catalítico para producir olefinas
ligeras, que implica el uso de un catalizador que comprende una
mezcla de zeolita-Y y ZSM-5. Sin
embargo, el catalizador es totalmente regenerado antes de ser usado
y no son empleadas mezclas de catalizadores coquizados/sin
coquizar.
Es un objetivo de esta invención proporcionar un
proceso de FCC que produzca altos producciones de olefinas ligeras
con menos producción de gas seco.
Un proceso de FCC es modificado para producir
mayores producciones de olefinas ligeras; en particular, etileno,
propileno y butileno con menos producción de gas seco;es decir,
hidrógeno, metano y etano con conversión relativamente alta.
Hemos descubierto que reciclando un catalizador
coquizado que incluye zeolita de poros grandes y/o un material
amorfo activo y una zeolita con tamaño de poros no mayor que el
promedio mediano y mezclándolo con el catalizador regenerado se
mejora la producción de olefinas ligeras y la conversión total.
Hemos descubierto que este es el caso incluso con tiempos más
cortos de estancia en el tubo ascendente. Además, la temperatura más
baja del catalizador resultante de mezclar catalizador regenerado
caliente y catalizador reciclado más frío mejora la selectividad de
la olefina.
Objetivos, realizaciones, y detalles adicionales
de esta invención se harán evidentes a partir de la siguiente
descripción detallada.
La figura 1 es una vista esquemática elevada
mostrando una unidad de FCC de acuerdo con la presente
invención.
La figura 2 es un gráfico comparando la
conversión para composiciones de catalizador regenerado y
mezclado.
Esta invención es explicada más completamente en
el contexto de un proceso de FCC que es modificado para producir
mayores cantidades de olefinas ligeras. Las olefinas ligeras son
olefinas con seis o menos átomos de carbono y, preferencialmente,
menos de cinco átomos de carbono. La figura 1 muestra un dispositivo
esquemático típico de una unidad de FCC diseñada de acuerdo con la
presente invención. La descripción de esta invención en el contexto
del dispositivo del proceso específico mostrado no está concebida
para limitarla a los detalles dados a conocer en la misma.
El dispositivo de FCC mostrado en la figura 1
consiste en un recipiente 10, un regenerador 12, un recipiente de
mezcla 14, y un tubo ascendente vertical 16 que proporciona una zona
de transporte neumático en la cual ocurre la conversión. El
dispositivo circula el catalizador y contacta la alimentación de la
manera descrita a continuación.
El catalizador comprende dos componentes que
pueden o no estar en la misma matriz. Los dos componentes son
circulados a través de todo el sistema. El primer componente puede
incluir cualquiera de los catalizadores bien conocidos que son
usados en el arte del craqueo catalítico fluidizado, tal como un
catalizador activo amorfo de tipo de arcilla y/o un tamiz molecular
cristalino, de alta actividad. Los catalizadores de tamiz molecular
son preferidos por encima de los catalizadores amorfos debido a su
muy mejorada selectividad a productos deseados. Las zeolitas son
los tamices moleculares más comúnmente usados en los procesos de
FCC. Preferencialmente, el primer componente de catalizador
comprende una zeolita de poros grandes, como es el caso de la
zeolita tipo Y, un material activo de alúmina, un material
aglutinante, que comprende sílice o alúmina y un relleno inerte tal
como el caolín.
Los tamices moleculares zeolíticos apropiados
para el primer componente de catalizador deben tener un tamaño de
poro promedio grande. Típicamente, los tamices moleculares con un
tamaño de poro grande tienen poros con aberturas mayores que 0.7 nm
de diámetro efectivo definido por más de 10 y típicamente 12 anillos
asociados. Los Índices de Tamaño de Poro de poros grandes están por
encima de 31. Los componentes de zeolita de poros grandes adecuados
incluyen zeolitas sintéticas tales como zeolitas del tipo X y del
tipo Y, mordenita y faujasita. Hemos encontrado que las zeolitas
del tipo Y con bajo contenido de tierra rara son preferidas en el
primer componente de catalizador. Un bajo contenido de tierra rara
denota menos de o igual a alrededor de 1.0% por peso de óxido de
tierra rara en la porción de zeolita del catalizador. El catalizador
Octacat^{TM} hecho por W.R.Grace & Co. es un adecuado
catalizador de zeolita del tipo Y bajo en tierra rara.
El segundo componente de catalizador comprende
un catalizador que contiene un catalizador de zeolita de poros
medianos o más pequeños ejemplificadopor
ZSM-5, ZSM-11,
ZSM-12, ZSM-23,
ZSM-35, ZSM-38,
ZSM-48, y otros materiales similares. La
US-A-3,702,886 describe la
ZSM-5. Otras zeolitas apropiadas de poros medianos o
más pequeños incluyen ferrierita, erionita, y ST-5,
desarrollados por Petróleos de Venezuela, S.A. El segundo
componente de catalizador dispersa preferencialmente la zeolita de
poros medianos o más pequeños en una matriz que comprende un
material aglutinante tal como sílice o alúmina y un material de
relleno inerte tal como caolín. El segundo componente también puede
comprender algún otro material activo tal como zeolita Beta. Estas
composiciones de catalizador tienen un contenido de zeolita
cristalina de 10-25% por peso o más y un contenido
de material de matriz de 75-90% por peso. Son
preferidos los catalizadores conteniendo 25% por peso de
material de zeolita cristalina. Catalizadores con mayor contenido
de zeolita cristalina pueden ser usados, siempre que tengan una
satisfactoria resistencia al desgaste. Las zeolitas de poros
medianos o más pequeños están caracterizadas por tener un diámetro
de abertura efectiva de poro de menos de o igual a 0.7 nm, anillos
de 10 o menos miembros y un Índice de Tamaño de Poro de menos
de
31.
31.
La composición total del catalizador debe
contener al menos 1.0% por peso, por ejemplo, 1-10%
por peso de una zeolita de poros medianos o más pequeños siendo
preferidas las mayores que o iguales a 1.75% por peso. Cuando el
segundo componente de catalizador contiene 25% por peso de zeolita
cristalina, la composición contiene 4-40% por peso
del segundo componente de catalizador con un contenido preferido
mayor que o igual a 7% por peso. Las zeolitas tipo
ZSM-5 y ST-5 son preferidas
particularmente ya que su alta resistencia al coque tenderá a
preservar sitios de craqueo activo cuando la composición del
catalizador hace múltiples pases por el tubo ascendente,
manteniendo así la actividad general. El primer componente de
catalizador comprenderá el equilibrio de la composición del
catalizador o no más de 80% por peso de la composición del
catalizador. Las proporciones relativas del primer y el segundo
componentes en la composición del catalizador no variarán
sustancialmente a lo largo de la unidad de FCC.
La alta concentración de zeolita de poros
medianos o más pequeños en el segundo componente de la composición
del catalizador mejora la selectividad para las olefinas ligeras al
craquear aún más las moléculas más ligeras del rango de la nafta.
Pero al mismo tiempo, la menor concentración resultante del primer
componente de catalizador exhibe aún suficiente actividad como para
mantener la conversión de las moléculas de la alimentación más
pesadas a un nivel razonablemente alto.
Los materiales de alimentación de FCC, adecuados
para ser procesados por el método de esta invención, incluyen
alimentaciones de FCC convencionales y alimentaciones de ebullición
más alta o residuales. La más común de las alimentaciones
convencionales es un gasoil al vacío que es típicamente un material
de hidrocarburo que tiene un rango de ebullición de entre 343º a
552ºC (650º a 1025ºF) y es preparada mediante fraccionamiento al
vacío del residuo atmosférico. Las alimentaciones pesadas o
residuales, es decir, que bullen por encima de 499ºC (930ºF), son
también adecuadas. El proceso de FCC de la presente invención es
mejor apropiado para materiales de alimentación que son más pesados
que los hidrocarburos del rango de la nafta que bulle por encima de
177ºC (350ºF).
Mirando entonces la figura 1, el tubo ascendente
16 proporciona una zona de conversión para craquear los
hidrocarburos de alimentación. El tubo ascendente vertical 16 puede
tener un diámetro más pequeño que el recipiente de mezcla 14, de
modo que el catalizador se acelera cuando pasa del recipiente de
mezcla 14 hacia el tubo ascendente 16. Una realización de la
presente invención es que el tiempo de estancia para la alimentación
en contacto con el catalizador en el tubo ascendente es menor que o
igual a 2 segundos. Cualquier tiempo de estancia menor que o igual
a 2 segundos puede ser preferido dependiendo de la distribución del
producto deseada. El tiempo de estancia más corto asegura que los
productos deseados una vez obtenidos no se conviertan en productos
indeseables. Por tanto, el diámetro y la altura del tubo ascendente
pueden ser variados para obtener el tiempo de estancia deseado.
El tubo ascendente típicamente funciona con
condiciones de fase diluida por encima del punto de inyección de la
alimentación donde la densidad es por lo general menos de 320
kg/m^{3} (20 lb/ft^{3}) y más típicamente, menos de 160
kg/m^{3} (10 lb/ft^{3}). La alimentación es introducida en el
tubo ascendente por el inyector 17 entre una entrada 28 al tubo
ascendente y sustancialmente corriente arriba desde una salida 30.
La expansión volumétrica resultante de la vaporización rápida de la
alimentación cuando ésta entra en el tubo ascendente disminuye aún
más la densidad del catalizador dentro del tubo ascendente hasta
típicamente menos de 160 kg/m^{3} (10 lb/ft^{3}). Antes de
contar con el catalizador, la alimentación tendrá generalmente una
temperatura en un rango de 149º a 316ºC (300º a 600ºF). Pueden ser
añadidas cantidades adicionales de alimentación corriente abajo del
punto de alimentación inicial.
El catalizador mezclado y los vapores de la
alimentación reaccionada son descargados entonces desde la parte
superior del tubo ascendente 16 por una salida 30 y separados en una
corriente de vapor del producto craqueado que incluye las olefinas
y una colección de partículas del catalizador cubiertas con
cantidades sustanciales de coque y llamado generalmente
"catalizador coquizado". En un esfuerzo por minimizar el tiempo
de contacto entre la alimentación y el catalizador que puede
promover la conversión adicional de productos deseados a otros
productos indeseables, esta invención puede usar cualquier
dispositivo de separadores para retirar rápidamente el catalizador
coquizado de la corriente del producto. En particular, un
dispositivo de brazo de remolino 29, colocado al final del tubo
ascendente 16 puede mejorar aún más el catalizador inicial y la
separación del hidrocarburo craqueado impartiendo una velocidad
tangencial al catalizador saliente y a la mezcla de corriente de
vapor del producto craqueado. Dichos dispositivos de brazo de
remolino son descritos más detalladamente en la
US-A-4,397,738. El dispositivo de
brazo de remolino está ubicado en una porción superior de una cámara
31, y una zona de extracción 38 está situada en la parte inferior
de la cámara 31. El catalizador separado por el dispositivo de
brazo de remolino 29 desciende hasta la zona de extracción 38. La
corriente de vapor del producto craqueado que comprende
hidrocarburos craqueados que incluyen olefinas ligeras y un poco del
catalizador sale de la cámara 31 a través del conducto 33 en
comunicación con ciclones 32. Los ciclones 32 eliminan las
partículas del catalizador restantes de la corriente de vapor del
producto para reducir las concentraciones de partículas a niveles
muy bajos. La corriente de vapor del producto sale entonces del
extremo superior del recipiente de separación 10 a través de la
salida 34. Los catalizadores separados por ciclones 32 regresan al
recipiente de separación 10 a través de conductos dipleg 35 hacia el
lecho denso 36 donde entrará en la zona de extracción por las
aberturas 37.
La zona de extracción 38 elimina los
hidrocarburos adsorbidos de la superficie del catalizador mediante
contacto a contracorriente con el vapor. El vapor entra en la zona
de extracción 38 a través de la tubería 40.
La presente invención recicla una primera
porción del catalizador coquizado hacia el tubo ascendente 16 sin
antes someterla a la regeneración. Una segunda porción del
catalizador coquizado es regenerada en el regenerador 12 antes de
ser enviada al tubo ascendente 16. La primera y la segunda porciones
del catalizador pueden ser mezcladas en un recipiente de mezcla 14
antes de su introducción en el tubo ascendente 16. La porción de
catalizador reciclada puede ser retirada de la zona de extracción
38 para su transferencia al recipiente de mezcla 14. El conducto de
reciclaje 22 transfiere la primera porción del catalizador coquizado
extraído de vapores de hidrocarburo que salen de la zona de
extracción 38 de vuelta hacia el recipiente de mezcla 14 como
porción del catalizador reciclada a un ritmo regulado por medio de
la válvula de control 24. La segunda porción del catalizador
coquizado y extraído es transportada a la zona de regeneración a
través del conducto del catalizador coquizado 42 a un ritmo
regulado por medio de la válvula de control 46 para la eliminación
del coque.
En el lado de regeneración del proceso, el
catalizador coquizado transferido al regenerador 12 a través del
conducto 42 se somete a la combustión típica del coque desde la
superficie de las partículas del catalizador mediante el contacto
con un gas que contiene oxígeno. El gas que contiene oxígeno entra
en el fondo del regenerador 12 a través de una entrada 48 y pasa a
través de un lecho denso de fluidización del catalizador (no
mostrado). El gas de combustión que consiste principalmente en
CO_{2} y que contiene quizás CO pasa hacia arriba desde el lecho
denso hacia una fase diluida del regenerador 12. Un separador, tal
como los ciclones 49 u otros medios, elimina las partículas del
catalizador arrastradas del gas de combustión ascendente antes de
que el gas de combustión salga del recipiente a través de una
salida 50. La combustión del coque proveniente de las partículas
del catalizador eleva las temperaturas del catalizador que es
extraído por medio de la columna reguladora del regenerador 18.
La columna reguladora del regenerador 18 pasa el
catalizador regenerado desde el regenerador 12 hacia el recipiente
de mezcla 14 a un ritmo regulado por la válvula de control 20 donde
es mezclado con el catalizador reciclado proveniente del recipiente
de separación 10 a través del conducto de reciclaje 22. El gas de
fluidización pasado hacia el recipiente de mezcla 14 por el
conducto 26 hace contacto con el catalizador y mantiene el
catalizador en estado fluidizado para mezclar el catalizador
reciclado y regenerado.
El catalizador regenerado que está relativamente
caliente es enfriado por el catalizador coquizado no regenerado que
está relativamente frío para reducir la temperatura del catalizador
regenerado en más de o igual a 28ºC, preferencialmente de 28º a 83ºC
(50º a 150ºF), dependiendo de la temperatura del regenerador y el
ritmo de reciclaje del catalizador coquizado. Hemos descubierto que
reducir el contacto entre el catalizador y la alimentación provoca
un aumento en la producción de olefinas ligeras y una disminución en
la producción de gas seco. Otros procesos usados actualmente en
operaciones de FCC para aumentar la conversión dan como resultado
una menor selectividad de coque y gas seco.
La cantidad de catalizador mezclado que se pone
en contacto con la alimentación oscilará en dependencia de la
temperatura del catalizador regenerado y la proporción de
catalizador reciclado a regenerado que comprende la mezcla del
catalizador. El término "catalizador mezclado" se refiere a una
cantidad total de sólidos que se ponen en contacto con la
alimentación e incluye tanto al catalizador regenerado del
regenerador 12 como a la porción del catalizador reciclada del lado
del reactor del proceso. Generalmente, la proporción de catalizador
mezclado a alimentación será una proporción de mayor que o igual a
10 o de 10 a 50. Preferencialmente, la proporción de catalizador
mezclado a alimentación será una proporción de 10 a 30 y más
preferencialmente una proporción de 15 a 25. La alta proporción de
catalizador a alimentación maximizará la conversión lo cual tiende
a favorecer la producción de olefinas ligeras.
Aunque haya sido bien establecido dentro del
arte de FCC que el aumento de las proporciones de catalizador a
alimentación aumentará la conversión, las proporciones de
catalizador a alimentación no pueden ser aumentadas fácilmente ya
que esta proporción no es una variable independiente en las unidades
de FCC estándares. Más bien la proporción de catalizador a
alimentación depende de las limitaciones de equilibrio calórico de
la unidad. Por consiguiente, típicamente solo son observadas
proporciones de catalizador a alimentación relativamente bajas de
4-10. Un medio para aumentar la proporción de
catalizador a alimentación dentro del tubo ascendente es reciclar
el catalizador coquizado junto con el catalizador regenerado de
vuelta al tubo ascendente, porque esto evita las limitaciones de
equilibrio calórico. Sin embargo, no era esperado que dicho medio
para incrementar las proporciones de catalizador a alimentación
mantenga actividades de catalizador altas debido a la desactivación
del coque del catalizador. Nuestra investigación ha revelado que las
mezclas del catalizador coquizado y regenerado tienen una actividad
comparable con la del catalizador regenerado. Por consiguiente, el
reciclaje del catalizador coquizado puede ser utilizado con
eficacia para aumentar las proporciones de catalizador a
alimentación en el tubo ascendente, permitiendo así la operación en
tiempos de contacto del catalizador con la alimentación muy cortos
con el catalizador que ha sido muy diluido con el catalizador que
contiene zeolita de poros medianos a pequeños manteniendo aún altas
conversiones. Maximizar la conversión es particularmente importante
para maximizar las producciones de olefinas ligeras claves. Fue
completamente inesperado nuestro descubrimiento de que la
composición del catalizador con una concentración relativamente baja
del primer componente de catalizador y una concentración
relativamente alta del segundo componente de catalizador sigue
exhibiendo una conversión mejorada y selectividad para las olefinas
ligeras aun cuando una porción de la composición del catalizador es
coquizada y cuando el tiempo de estancia en el tubo ascendente es
muy corto.
Comúnmente, la proporción de catalizador
reciclado a catalizador regenerado que entra en la zona de mezcla
estará en un amplio rango de 0.1 a 5.0 y más típicamente en un rango
de 0.3 a 3.0. Preferencialmente, el catalizador mezclado
comprenderá una proporción 1:1 de catalizador reciclado a
catalizador regenerado. La cantidad de coque en la porción de
catalizador reciclado que regresa al recipiente de mezcla 14 variará
en dependencia del número de veces que la partícula del catalizador
ha reciclado a través del tubo ascendente. Debido a que la
separación de las partículas del catalizador del tubo ascendente es
aleatoria, el contenido de coque de las partículas que salen del
tubo ascendente será normalmente distribuido, variando entre el
contenido de coque de una partícula que pasa por el tubo ascendente
solo una vez y el contenido de coque de una partícula que ha pasado
por el tubo ascendente muchas veces. Sin embargo, la porción de
catalizador coquizado que entra en la zona de regeneración así como
la porción de catalizador reciclada podría oscilar en un rango desde
una concentración de coque promedio de 0.3 a 1.1% por peso. El
rango de variación preferida de la concentración de coque promedio
es de 0.5 a 1.0% por peso. Además, la composición del catalizador
mezclado contendrá al menos 0.1% por peso de coque antes de ponerse
en contacto con la alimentación.
Cuando el recipiente de mezcla 14 es usado, la
mezcla de las porciones de catalizador deberá ocurrir durante un
tiempo suficiente para lograr sustancialmente el equilibrio térmico.
Más detalles en cuanto a las condicionesen el recipiente de mezcla
son expuestos en la
US-A-5,597,537.
El catalizador regenerado de la columna
reguladora del regenerador 18 tendrá por lo general una temperatura
en un rango de 677º a 760ºC (1250º a 1400ºF) y, más típicamente, en
un rango de 699º a 760ºC (1290º a 1400ºF). La temperatura de la
porción de catalizador reciclada estará por lo general en un rango
de 510º a 621ºC (950º a 1150ºF). Las proporciones relativas del
catalizador reciclado y regenerado determinarán la temperatura de
la mezcla del catalizador mezclado que entra en el tubo ascendente.
La mezcla del catalizador mezclado oscilará por lo general de
alrededor de 593º a 704ºC (1100º a 1300ºF) y, más preferencialmente
a alrededor de 649ºC (1200ºF).
La presión parcial baja de los hidrocarburos
favorece la producción de olefinas ligeras. En consecuencia, la
presión del tubo ascendente es fijada en alrededor de 172 a 241 kPa
(de 25 a 35 psia) con una presión parcial de los hidrocarburos de
menos de o igual a 172 kPa, por ejemplo, alrededor de 35 a 172 kPa
(5 a 25 psia), con una presión parcial de los hidrocarburos
preferida de alrededor de 69 a 138 kPa (10 a 20 psia). Esta presión
parcial de los hidrocarburos relativamente baja es lograda usando
vapor como diluyente siempre que el diluyente sea mayor que o igual
a 10% por peso, por ejemplo, 10-55% por peso de la
alimentación y preferencialmente alrededor de 15% por peso de la
alimentación. Otros diluyentes como el gas seco pueden ser usados
para alcanzar presiones parciales de los hidrocarburos
equivalentes.
La temperatura de la corriente craqueada en la
salida del tubo ascendente será de 510º a 621ºC (950º a 1150ºF),
sin embargo, hemos encontrado que las temperaturas de salida del
tubo ascendente por encima de 566ºC (1050ºF) generan más gas seco y
un poco más de olefinas. Mientras que, las temperaturas de salida
del tubo ascendente por debajo de 566ºC (1050ºF) generan menos
etileno y propileno. De este modo, temperaturas de 538ºC (1000ºF) a
593ºC (1100ºF) en el tubo ascendente son preferidas y una
temperatura de alrededor de 566ºC (1050ºF) parece ser la óptima.
En una realización, la corriente de alimentación
de hidrocarburos y el catalizador mezclado son puestos en contacto
a una temperatura inicial de 621ºC y 677ºC (1150º a 1250ºF) y la
temperatura del catalizador mezclado es mayor que o igual a 28ºC
(50ºF), más baja que la temperatura del catalizador regenerado de la
zona de regeneración.
Realizamos un estudio para determinar las
ventajas de reducir los efectos del tiempo de contacto en el tubo
ascendente en presencia de una composición del catalizador que
contiene una cantidad grande de un componente de zeolita de poros
pequeños a medianos, y en un sistema de proceso donde la temperatura
del catalizador que contacta la alimentación es representativa de
un sistema de catalizador reciclado. El estudio fue realizado en un
tubo ascendente de FCC que opera en condiciones favorables para
obtener mayores producciones de olefinas ligeras. Fueron realizadas
pruebas usando tres tiempos de estancia en el tubo ascendente: 2.5
segundos, 1.5 segundos, y 0.7 segundos. Un tubo ascendente en el
proceso de FCC fue operado a 141 kPa (20.5 psia), a una temperatura
del regenerador de alrededor de 654ºC (1210ºF), una temperatura de
salida de 566ºC (1050ºF), una temperatura de alimentación de
alrededor de 121ºC (250ºF), una presión parcial de los hidrocarburos
en el tubo ascendente de alrededor de 76 kPa (11 psia), y una
proporción de catalizador a alimentación de alrededor de 28. La
alimentación fue Diesel con Alto Contenido de Azufre y la
composición del catalizador fue una mezcla de 80% por peso de
Octacat^{TM}, un componente de catalizador de zeolita tipo Y y 20%
por peso de un aditivo que contiene alrededor de 25% por peso de
zeolita de poros medianos ST-5. La conversión
reportada en este estudio, 37ºC, fue elegida para destacar la
conversión a hidrocarburos ligeros en lugar de la conversión de FCC
estándar, 221ºC, que destaca la conversión a nafta. Los resultados
para cada uno de los tiempos de estancia en el tubo ascendente son
presentados en la Tabla I.
La disminución del tiempo de estancia en el tubo
ascendente de 2.5 segundos a 0.7 segundos incrementó la producción
relativa de propilenos en 12% con una disminución correspondiente
del gas seco del 44%. Esto corresponde a un aumento absoluto de la
productividad del 2.3% por peso de propileno y una disminución del
1.8% por peso del gas seco. La disminución del tiempo de estancia
en el tubo ascendente de 2.5 segundos a 1.5 segundos aumentó la
producción relativa de propileno en un 15% con la correspondiente
disminución en el gas seco del 32%. La producción de etileno
aumentó con el tiempo de estancia de 1.5 segundos en el tubo
ascendente y de manera nominal disminuyó con el tiempo de estancia
de 0.7 segundos en el tubo ascendente. Además, la producción de
butileno aumentó con las reducciones en el tiempo de estancia en el
tubo ascendente. De manera sorprendente, el tiempo de estancia de
2.5 segundos en realidad experimentó una conversión inferior que la
de los tiempos más cortos de 1.5 o 0.7 segundos. Atribuimos esta
disminución en la conversión a una reducción de las reacciones
secundarias tales como la oligomerización de olefinas, que producen
componentes de pesos moleculares más elevados. Por consiguiente,
algunas ventajas de la producción con menores tiempos de estancia en
el tubo ascendente son debidas a una preservación de las olefinas
en el tubo ascendente, lo cual no solo aumenta las producciones de
olefinas si no que mantiene la conversión evitando la reformación
del material que bulle a más de 37ºC. Creemos que la disminución de
la conversión que fue observada cuando el tiempo de estancia en el
tubo ascendente fue reducido de 1.5 a 0.7 segundos fue debida al
insuficiente tiempo de craqueo aunque la conversión aún fue más
alta que la obtenida a 2.5 segundos debido a una reducción de las
reacciones secundarias que forman moléculas más pesadas.
\vskip1.000000\baselineskip
Una de los beneficios de la presente invención
es que el reciclaje del catalizador coquizado y la mezcla con el
catalizador regenerado pueden reducir la temperatura del catalizador
que entra al tubo ascendente en 28º a 83ºC (de 50º a 150ºF), en
dependencia de la temperatura del regenerador y el ritmo de
reciclaje del catalizador coquizado. Un estudio fue realizado para
demostrar el efecto de la temperatura más baja de un catalizador
que contacta con la alimentación en un sistema de tiempo de estancia
corto en el tubo ascendente donde el catalizador contenía una alta
concentración de zeolita de poros medianos. El efecto de la
temperatura del catalizador que contacta con la alimentación fue
observado a 649ºC (1200ºF) y 732ºC (1350ºF) con la composición del
catalizador conteniendo 20% por peso de un aditivo que contiene
alrededor de 25% por peso de zeolita de poros medianos
ST-5 y 80% por peso de Octacat^{TM}, un
catalizador que contiene zeolita del tipo Y. Fueron realizadas
pruebas a 141 kPa (20.5 psia) con una presión parcial de los
hidrocarburos de 76 kPa (11 psia), a 566ºC (1050ºF) de temperatura
de salida del tubo ascendente, a 149ºC (300ºF) de temperatura de
alimentación, y con un tiempo de contacto en el tubo ascendente de
1.5 segundos. La alimentación usada fue una mezcla de 78% por peso
de diesel de destilación y 12% por peso de gasoil atmosférico. La
alta temperatura del catalizador, 732ºC (1350ºF), fue elegida para
representar una temperatura del regenerador de FCC estándar. La
temperatura más baja de entrada del catalizador de 649ºC (1200ºF)
resultó en una proporción de catalizador a alimentación de 28
comparada con la proporción de catalizador a alimentación de 12
usada para la temperatura más caliente de entrada del catalizador
de 732ºC (1350ºF). Debido a que la temperatura de salida del tubo
ascendente fue mantenida en ambos casos a 566ºC (1050ºF), la
disminución de la temperatura de entrada del catalizador fuerza la
operación a proporciones de catalizador a alimentación más altas en
el tubo ascendente. Fueron mezclados catalizadores inertes en una
cantidad de 60% por peso con el catalizador Octacat^{TM} en una
cantidad de 40% por peso para la temperatura del catalizador más
frío a fin de reducir la actividad del catalizador y lograr una
conversión que es comparable con la conversión obtenida con la
temperatura del catalizador más elevada. Una vez más, la conversión
reportada en este estudio, 37ºC, fue elegida para destacar la
conversión a hidrocarburos ligeros en lugar de la conversión de FCC
estándar, 221ºC, que destaca la conversión a nafta. Los resultados
son presentados en la Tabla II.
La comparación del efecto de la temperatura del
catalizador en la producción de propileno indica que la reducción
de la temperatura de entrada del catalizador en 66ºC (150ºF) resulta
en un aumento relativo del 22% y un 3.7% por peso de aumento
absoluto en la producción de propileno. Además, un aumento relativo
del 15% y un aumento absoluto del 1.9% por peso en los butilenos,
así como una disminución relativa del 27% y una disminución absoluta
del 1.1% por peso en el gas seco fueron observados con la reducción
de la temperatura de entrada del catalizador. La conversión para la
temperatura más baja del catalizador también fue mejorada.
Comparamos el comportamiento de un catalizador
totalmente regenerado y una mezcla que contiene 50% por peso de
catalizador coquizado y 50% por peso de catalizador regenerado. Las
pruebas fueron realizadas en una planta piloto de tubo ascendente
circulante, que tiene la capacidad de reciclar catalizadores
coquizados y catalizadores regenerados hacia el tubo ascendente. La
cantidad de coque en el catalizador regenerado fue de alrededor de
0.01% por peso, mientras que, la cantidad de coque en la mezcla
50/50 coquizado/regenerado fue de entre 0.27 y 0.35% por peso. La
alimentación usada en el estudio fue un gasoil al vacío West Texas
Intermediate con un rango del punto de ebullición de 274º a 573ºC
(526º a 1063ºF). El catalizador usado fue una zeolita tipo Y típica
que contiene un catalizador de FCC llamado Orion^{TM} producido
por W.R. Grace & Co., que fue usado previamente en una unidad
de FCC comercial para garantizar que fuera alcanzada la actividad de
equilibrio. Las pruebas claves de la planta piloto de tubo
ascendente fueron todas realizadas con una temperatura de salida
del tubo ascendente de 515ºC (960ºF) y una presión en el tubo
ascendente de 241.3 kPa (35 psia).
Sorprendentemente, los resultados de estas
pruebas ilustradas en la figura 2 revelan que el catalizador
totalmente regenerado y la mezcla que contiene 50% por peso de
catalizadorreciclado y coquizado y 50% de catalizador totalmente
regenerado tienen actividades comparables. A lo largo de un amplio
rango de proporciones catalizador-petróleo
sometidas a pruebas en el tubo ascendente, fueron observadas
conversiones similares de alimentación en gasolina o en material
ligero (221ºC (430ºF)). El catalizador evaluado en estas pruebas no
contenía ninguna zeolita de poros medianos o pequeños. Estas
zeolitas de poros más pequeños presentan alta resistencia al coque.
Por lo tanto, esperamos que mantengan la actividad cuando sean
recicladas sin regeneración.
Realizamos otro estudio para comparar la
conversión de la alimentación en concentraciones variadas de un
aditivo de componentes que contiene ZSM-5. Estas
pruebas fueron realizadas en una planta piloto de tubo ascendente
usando una mezcla de Diesel/Gasoil Atmosférico (78%/22%) con un
rango del punto de ebullición de 239º a 472ºC (463º a 882ºF). La
composición del catalizador incluía Octacat^{TM}, zeolita tipo Y,
catalizador de FCC estándar tomado de una unidad de FCC comercial
para asegurar la actividad equilibrada y Olefins Max^{TM}, un
aditivo fabricado por W.R. Grace & Co., que contiene 25% por
peso de ZSM-5. El nivel del aditivo fue variado de
0 a 40%. Todas las pruebas fueron realizadas con una proporción de
catalizador a alimentación de alrededor de 28, a una temperatura de
salida del tubo ascendente de 566ºC (1050ºF), una presión parcial
del tubo ascendente de 79.3 kPa (11.5 psia), y un tiempo de
contacto de la alimentación con el catalizador en el tubo ascendente
de 1.5 segundos.
Interesantemente, descubrimos que el aumento del
aditivo a niveles muy altos tuvo solo un efecto marginal en la
conversión a materiales ligeros que bullen a menos de 37ºC (98ºF).
Los datos son ilustrados en la Tabla III. Aunque la conversión si
disminuye ligeramente de 61.9 a 60.0% por peso cuando el nivel del
aditivo es aumentado de 10 a 40% por peso, los datos indican que la
actividad del catalizador de FCC estándar, zeolita tipo Y, ha sido
bien mantenida incluso después de alta dilución. Debido a que el
aditivo ZSM-5 solo puede craquear moléculas más
ligeras, del rango de la nafta, la adición de ZSM-5
había sido concebida para reducir considerablemente la conversión
de la alimentación a niveles más altos. Nuestras pruebas muestran
que puede ser lograda una conversión de la alimentación
significativa a niveles muy altos de aditivos de zeolita de poros
medianos y con tiempos cortos de contacto del catalizador con la
alimentación usando proporciones de catalizador a alimentación más
altas que las típicas.
Claims (10)
1. Un proceso para el craqueo catalítico
fluidizado de una corriente de alimentación de hidrocarburos para
obtener olefinas ligeras, dicho proceso comprendiendo:
- poner en contacto la corriente de alimentación de hidrocarburos con un catalizador mezclado que comprende el catalizador regenerado y el catalizador coquizado, teniendo dicho catalizador una composición del catalizador que incluye un primer componente que comprende un tamiz molecular de poros grandes que tiene poros con aberturas mayores que 0.7 nm de diámetro efectivo y un segundo componente que comprende una zeolita cuyo tamaño de poros no sea mayor que el mediano que tiene aberturas de menos que o igual a 0.7 nm de diámetro efectivo, dicha zeolita cuyo tamaño de poros no sea mayor que el mediano comprendiendo al menos 1.0% por peso de la composición del catalizador, ocurriendo dicho contacto en un tubo ascendente (16) para craquear hidrocarburos en dicha corriente de alimentación y obtener una corriente craqueada que contiene productos de hidrocarburo que incluyen olefinas ligeras y el catalizador coquizado;
- pasar dicha corriente craqueada por un extremo (30) de dicho tubo ascendente (16) de manera tal que dicha corriente de alimentación de hidrocarburos esté en contacto con el catalizador mezclado en el tubo ascendente (16) durante un tiempo menor que o igual a 2 segundos como promedio;
- separar dichos productos de hidrocarburo que incluyen olefinas ligeras de dicho catalizador coquizado;
- pasar una primera porción de dicho catalizador coquizado a una zona de regeneración (12) y combustionar coque de dicho catalizador para producir el catalizador regenerado, teniendo dicho catalizador regenerado sustancialmente las mismas proporciones relativas del primer componente y del segundo componente que el catalizador mezclado que hace contacto con la corriente de alimentación de hidrocarburos;
- mezclar una segunda porción de dicho catalizador coquizado con dicho catalizador regenerado para generar el catalizador mezclado; y
- introducir dicho catalizador mezclado en dicho tubo ascendente (16).
2. El proceso de la reivindicación 1 donde dicho
primer componente de catalizador comprende no más de 80% por peso
de la composición del catalizador.
3. El proceso de la reivindicación 1 donde dicho
tamiz molecular de poros grandes es seleccionado de una zeolita
tipo X o una tipo Y.
4. El proceso de la reivindicación 1 donde dicha
porción de dicho catalizador coquizado y dicho catalizador
regenerado son mezclados fuera del tubo ascendente (16) antes de
entrar en contacto con dicha corriente de alimentación.
5. El proceso de la reivindicación 1 donde
dicha presión parcial de dichos hidrocarburos en dicho tubo
ascendente (16) es menor que o igual a 172 kPa (25 psia).
6. El proceso de la reivindicación 1 donde un
diluyente en dicho tubo ascendente (16) es mayor que o igual a 10%
por peso de la corriente de alimentación.
7. El proceso de la reivindicación 1 donde la
proporción de catalizador a alimentación en el tubo ascendente (16)
es mayor que o igual a 10.
8. El proceso de la reivindicación 1 donde la
proporción de catalizador coquizado a catalizador regenerado en el
tubo ascendente (16) se encuentra en el rango de 0.3 a 3.0.
9. El proceso de la reivindicación 1 donde la
temperatura de la corriente craqueada en el extremo superior del
tubo ascendente (16) se encuentra en el rango de 510ºC a 621ºC (950º
a 1150ºF).
10. El proceso de la reivindicación 1 donde la
corriente de alimentación de hidrocarburos y el catalizador
mezclado se ponen en contacto a una temperatura inicial de 621a
677ºC (1150 a 1250ºF) y donde la temperatura del catalizador
mezclado es mayor que o igual a 28ºC (50ºF), más baja que la
temperatura del catalizador regenerado proveniente de la zona de
regeneración (12).
Applications Claiming Priority (2)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US09/711,576 US6538169B1 (en) | 2000-11-13 | 2000-11-13 | FCC process with improved yield of light olefins |
| US711576 | 2000-11-13 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| ES2298282T3 true ES2298282T3 (es) | 2008-05-16 |
Family
ID=24858634
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| ES01989920T Expired - Lifetime ES2298282T3 (es) | 2000-11-13 | 2001-11-13 | Proceso de fcc con produccion mejorada de olefinas ligeras. |
Country Status (9)
| Country | Link |
|---|---|
| US (2) | US6538169B1 (es) |
| EP (1) | EP1414930B1 (es) |
| CN (1) | CN1228418C (es) |
| AT (1) | ATE381604T1 (es) |
| AU (1) | AU2002228803A1 (es) |
| CA (1) | CA2428147C (es) |
| DE (1) | DE60132024T2 (es) |
| ES (1) | ES2298282T3 (es) |
| WO (1) | WO2002038700A2 (es) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US9931595B2 (en) | 2003-11-06 | 2018-04-03 | W. R. Grace & Co.-Conn. | Ferrierite composition for reducing NOx emissions during fluid catalytic cracking |
Families Citing this family (182)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US6835302B2 (en) * | 2001-03-23 | 2004-12-28 | Uop Llc | FCC process and apparatus with automatic catalyst recycle control |
| US20050100493A1 (en) * | 2003-11-06 | 2005-05-12 | George Yaluris | Ferrierite compositions for reducing NOx emissions during fluid catalytic cracking |
| US20050161369A1 (en) | 2004-01-23 | 2005-07-28 | Abb Lummus Global, Inc. | System and method for selective component cracking to maximize production of light olefins |
| US7304011B2 (en) * | 2004-04-15 | 2007-12-04 | W.R. Grace & Co. -Conn. | Compositions and processes for reducing NOx emissions during fluid catalytic cracking |
| US20050232839A1 (en) * | 2004-04-15 | 2005-10-20 | George Yaluris | Compositions and processes for reducing NOx emissions during fluid catalytic cracking |
| US7589041B2 (en) | 2004-04-23 | 2009-09-15 | Massachusetts Institute Of Technology | Mesostructured zeolitic materials, and methods of making and using the same |
| AR051556A1 (es) * | 2004-08-02 | 2007-01-24 | Grace W R & Co | Composiciones de ferrierita para reducir las emisiones de nox durante el craqueo catalitico fluido |
| US7582203B2 (en) | 2004-08-10 | 2009-09-01 | Shell Oil Company | Hydrocarbon cracking process for converting gas oil preferentially to middle distillate and lower olefins |
| WO2006020547A1 (en) | 2004-08-10 | 2006-02-23 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Method and apparatus for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock |
| KR101382014B1 (ko) * | 2005-04-27 | 2014-04-04 | 더블유.알. 그레이스 앤드 캄파니-콘. | 유동상 접촉 분해 중의 ＮＯｘ 방출 감소를 위한 조성물 및공정 |
| US7868214B2 (en) * | 2005-05-19 | 2011-01-11 | Uop Llc | Production of olefins from biorenewable feedstocks |
| US7288685B2 (en) * | 2005-05-19 | 2007-10-30 | Uop Llc | Production of olefins from biorenewable feedstocks |
| US7601254B2 (en) * | 2005-05-19 | 2009-10-13 | Uop Llc | Integrated fluid catalytic cracking process |
| US7594994B1 (en) | 2005-10-06 | 2009-09-29 | Uop Llc | FCC riser residence time extension device |
| US20070129586A1 (en) * | 2005-12-02 | 2007-06-07 | Zimmermann Joseph E | Integrated hydrocarbon cracking and product olefin cracking |
| CN1986505B (zh) * | 2005-12-23 | 2010-04-14 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种增产低碳烯烃的催化转化方法 |
| JP4714589B2 (ja) * | 2006-01-20 | 2011-06-29 | 石油コンビナート高度統合運営技術研究組合 | 重質油の接触分解触媒及びオレフィンと燃料油の製造方法 |
| US20070205139A1 (en) * | 2006-03-01 | 2007-09-06 | Sathit Kulprathipanja | Fcc dual elevation riser feed distributors for gasoline and light olefin modes of operation |
| US20090124842A1 (en) * | 2006-07-12 | 2009-05-14 | Reagan William J | Fcc catalyst for light olefin production |
| US7758817B2 (en) * | 2006-08-09 | 2010-07-20 | Uop Llc | Device for contacting high contaminated feedstocks with catalyst in an FCC unit |
| EP2053115A4 (en) * | 2006-08-18 | 2015-01-07 | Nippon Oil Corp | METHOD FOR TREATING BIOMASS, FUEL FOR FUEL CELL, PETROL, DIESEL FUEL, LIQUEFIED GAS AND ART RESIN |
| CN101134172B (zh) * | 2006-08-31 | 2010-10-27 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种烃类转化催化剂 |
| CN101134913B (zh) | 2006-08-31 | 2011-05-18 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种烃类催化转化方法 |
| US7947860B2 (en) * | 2006-09-28 | 2011-05-24 | Uop Llc | Dividing wall separation in light olefin hydrocarbon processing |
| US20080081938A1 (en) * | 2006-09-28 | 2008-04-03 | Schultz Michael A | Absorption recovery processing of light olefins free of carbon dioxide |
| US7737317B1 (en) | 2006-09-28 | 2010-06-15 | Uop Llc. | Fractionation recovery processing of FCC-produced light olefins |
| US7973209B1 (en) | 2006-09-28 | 2011-07-05 | Uop Llc | Fractionation recovery processing of light olefins free of carbon dioxide |
| US7687048B1 (en) | 2006-09-28 | 2010-03-30 | Uop Llc | Amine treatment in light olefin processing |
| US20080078692A1 (en) * | 2006-09-28 | 2008-04-03 | Wegerer David A | Absorption recovery processing of FCC-produced light olefins |
| WO2008055185A2 (en) * | 2006-10-30 | 2008-05-08 | Metabank | Computer-based fund transmittal system and method |
| ES2319007B1 (es) * | 2006-12-07 | 2010-02-16 | Rive Technology, Inc. | Metodos para fabricar materiales zeoliticos mesoestructurados. |
| US8066868B1 (en) * | 2006-12-20 | 2011-11-29 | Uop Llc | Fluid catalytic cracking to produce and recover light olefins |
| US7589559B2 (en) * | 2006-12-20 | 2009-09-15 | Silicon Image, Inc. | Current mode circuitry to modulate a common mode voltage |
| US8007661B1 (en) * | 2006-12-21 | 2011-08-30 | Uop Llc | Modified absorption recovery processing of FCC-produced light olefins |
| US7763165B1 (en) * | 2006-12-21 | 2010-07-27 | Uop Llc | Fractionation recovery processing of FCC-produced light olefins |
| US8608942B2 (en) * | 2007-03-15 | 2013-12-17 | Kellogg Brown & Root Llc | Systems and methods for residue upgrading |
| JP2010523803A (ja) * | 2007-04-13 | 2010-07-15 | シエル・インターナシヨネイル・リサーチ・マーチヤツピイ・ベー・ウイ | 炭化水素供給原料から中間蒸留物生成物及び低級オレフィンを製造するシステム及び方法 |
| US7820033B2 (en) * | 2007-04-30 | 2010-10-26 | Kellogg Brown & Root Llc | Method for adjusting yields in a light feed FCC reactor |
| EP2142619A1 (en) * | 2007-04-30 | 2010-01-13 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Systems and methods for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock |
| CN104212844A (zh) | 2007-06-01 | 2014-12-17 | 索拉兹米公司 | 在微生物中生产油 |
| DE112008002718T5 (de) * | 2007-10-10 | 2010-09-09 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Systeme und Verfahren zum Herstellen eines Mitteldestillatproduktes und niedere Olefine aus einem Kohlenwasserstoffeinsatzgut |
| US8206498B2 (en) * | 2007-10-25 | 2012-06-26 | Rive Technology, Inc. | Methods of recovery of pore-forming agents for mesostructured materials |
| US7795486B2 (en) * | 2007-10-26 | 2010-09-14 | Uop Llc | Integrated production of FCC-produced C3 and cumene |
| BRPI0704422A2 (pt) * | 2007-10-29 | 2009-06-23 | Petroleo Brasileiro Sa | sistema catalìtico e aditivo para maximização de olefinas leves em unidades de craqueamento catalìtico fluido em operações de baixa severidade |
| US20090112031A1 (en) * | 2007-10-30 | 2009-04-30 | Eng Curtis N | Method for olefin production from butanes using a catalyst |
| US20090112030A1 (en) * | 2007-10-30 | 2009-04-30 | Eng Curtis N | Method for olefin production from butanes |
| US8080698B2 (en) * | 2007-10-30 | 2011-12-20 | Kellogg Brown & Root Llc | Method for olefin production from butanes and cracking refinery hydrocarbons and alkanes |
| US20090112032A1 (en) * | 2007-10-30 | 2009-04-30 | Eng Curtis N | Method for olefin production from butanes and cracking refinery hydrocarbons |
| US7981256B2 (en) * | 2007-11-09 | 2011-07-19 | Uop Llc | Splitter with multi-stage heat pump compressor and inter-reboiler |
| US7943038B2 (en) * | 2008-01-29 | 2011-05-17 | Kellogg Brown & Root Llc | Method for producing olefins using a doped catalyst |
| JP5879038B2 (ja) * | 2008-03-13 | 2016-03-08 | 中国石油化工股▲ふん▼有限公司 | 低品質の原料から軽質燃料を得るための方法 |
| US8349170B2 (en) | 2008-05-14 | 2013-01-08 | Exxonmobil Research And Engineering Company | FCC reactor and riser design for short contact-time catalytic cracking of hydrocarbons |
| BRPI0802222B1 (pt) * | 2008-06-03 | 2022-01-04 | Petróleo Brasileiro S.A. - Petrobras | Processo para produzir olefinas leves a partir de uma carga contendo triglicerídeos |
| WO2010002792A2 (en) | 2008-06-30 | 2010-01-07 | Kior, Inc. | Co-processing solid biomass in a conventional petroleum refining process unit |
| US8182654B2 (en) * | 2008-10-27 | 2012-05-22 | Uop Llc | Heat pump for high purity bottom product |
| US20100101273A1 (en) * | 2008-10-27 | 2010-04-29 | Sechrist Paul A | Heat Pump for High Purity Bottom Product |
| CA2733095C (en) * | 2008-10-27 | 2017-01-24 | Kior, Inc. | Biomass conversion process |
| US8137632B2 (en) * | 2008-11-04 | 2012-03-20 | Kior, Inc. | Biomass conversion process |
| EP2370554B1 (en) | 2008-11-28 | 2019-05-15 | Corbion Biotech, Inc. | Manufacturing of tailored oils in recombinant heterotrophic microorganisms |
| US8137631B2 (en) * | 2008-12-11 | 2012-03-20 | Uop Llc | Unit, system and process for catalytic cracking |
| US8007728B2 (en) * | 2008-12-11 | 2011-08-30 | Uop Llc | System, apparatus, and process for cracking a hydrocarbon feed |
| US8940955B2 (en) * | 2008-12-19 | 2015-01-27 | Uop Llc | Fluid catalytic cracking system and process |
| US8246914B2 (en) * | 2008-12-22 | 2012-08-21 | Uop Llc | Fluid catalytic cracking system |
| US8889076B2 (en) * | 2008-12-29 | 2014-11-18 | Uop Llc | Fluid catalytic cracking system and process |
| US8524625B2 (en) | 2009-01-19 | 2013-09-03 | Rive Technology, Inc. | Compositions and methods for improving the hydrothermal stability of mesostructured zeolites by rare earth ion exchange |
| ES2875884T3 (es) | 2009-01-19 | 2021-11-11 | Grace W R & Co | Introducción de mesoporosidad en zeolitas con bajo contenido en Si/A1 |
| ES2343937B1 (es) * | 2009-01-29 | 2011-06-03 | Uop Llc | Catalizador fcc para produccion de olefinas ligeras. |
| US8124822B2 (en) * | 2009-03-04 | 2012-02-28 | Uop Llc | Process for preventing metal catalyzed coking |
| US8124020B2 (en) * | 2009-03-04 | 2012-02-28 | Uop Llc | Apparatus for preventing metal catalyzed coking |
| US9284495B2 (en) * | 2009-03-20 | 2016-03-15 | Uop Llc | Maintaining catalyst activity for converting a hydrocarbon feed |
| RU2405622C2 (ru) | 2009-03-23 | 2010-12-10 | Владимир Андреевич Бушуев | Лопаточный реактор для пиролиза углеводородов |
| US20100243528A1 (en) * | 2009-03-30 | 2010-09-30 | Bell Leonard E | Method and system relating to a wet gas compressor |
| MX2011010303A (es) * | 2009-03-31 | 2011-10-11 | Uop Llc | Proceso para oligomerizar etileno diluido. |
| US8575410B2 (en) * | 2009-03-31 | 2013-11-05 | Uop Llc | Process for oligomerizing dilute ethylene |
| US8748681B2 (en) * | 2009-03-31 | 2014-06-10 | Uop Llc | Process for oligomerizing dilute ethylene |
| US8685875B2 (en) | 2009-10-20 | 2014-04-01 | Rive Technology, Inc. | Methods for enhancing the mesoporosity of zeolite-containing materials |
| US8354018B2 (en) * | 2009-11-09 | 2013-01-15 | Uop Llc | Process for recovering products from two reactors |
| US8414763B2 (en) * | 2009-11-09 | 2013-04-09 | Uop Llc | Process for recovering FCC product |
| US8231847B2 (en) * | 2009-11-09 | 2012-07-31 | Uop Llc | Apparatus for recovering FCC product |
| US8506891B2 (en) * | 2009-11-09 | 2013-08-13 | Uop Llc | Apparatus for recovering products from two reactors |
| WO2011121613A2 (en) | 2010-03-31 | 2011-10-06 | Indian Oil Corporation Ltd | A process for simultaneous cracking of lighter and heavier hydrocarbon feed and system for the same |
| US9126174B2 (en) | 2010-03-31 | 2015-09-08 | Uop Llc | Hydroprocessing method, or an apparatus relating thereto |
| US8702971B2 (en) | 2010-03-31 | 2014-04-22 | Uop Llc | Process and apparatus for alkylating and hydrogenating a light cycle oil |
| US8415264B2 (en) * | 2010-04-30 | 2013-04-09 | Uop Llc | Process for regenerating catalyst in a fluid catalytic cracking unit |
| US8604260B2 (en) | 2010-05-18 | 2013-12-10 | Kior, Inc. | Biomass pyrolysis conversion process with high olefin production and upgrade |
| EP2576800B1 (en) | 2010-05-28 | 2019-01-30 | Corbion Biotech, Inc. | Method for producing oils from Prototheca |
| US8506795B2 (en) | 2010-06-04 | 2013-08-13 | Uop Llc | Process for fluid catalytic cracking |
| CN102453502B (zh) * | 2010-10-26 | 2014-01-15 | 中国石油化工股份有限公司 | 烃油转化方法 |
| CN102453501B (zh) * | 2010-10-26 | 2014-01-15 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种烃油转化方法 |
| US9017428B2 (en) | 2010-11-16 | 2015-04-28 | Kior, Inc. | Two-stage reactor and process for conversion of solid biomass material |
| US8747654B2 (en) | 2010-12-03 | 2014-06-10 | Uop Llc | Process for recovering catalytic product |
| AU2012212079B2 (en) | 2011-02-02 | 2016-07-28 | Corbion Biotech, Inc. | Tailored oils produced from recombinant oleaginous microorganisms |
| US9101854B2 (en) | 2011-03-23 | 2015-08-11 | Saudi Arabian Oil Company | Cracking system and process integrating hydrocracking and fluidized catalytic cracking |
| US9101853B2 (en) | 2011-03-23 | 2015-08-11 | Saudi Arabian Oil Company | Integrated hydrocracking and fluidized catalytic cracking system and process |
| AU2012240093B2 (en) | 2011-04-08 | 2015-06-11 | W. R. Grace & Co.-Conn. | Mesoporous framework-modified zeolites |
| US20120312722A1 (en) | 2011-06-10 | 2012-12-13 | Uop, Llc | Process for fluid catalytic cracking |
| JP6161608B2 (ja) | 2011-07-29 | 2017-07-12 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 統合的選択的水素化分解および流動接触分解方法 |
| US9227181B2 (en) | 2011-09-13 | 2016-01-05 | Basf Corporation | Catalyst to increase propylene yields from a fluid catalytic cracking unit |
| US8993824B2 (en) | 2011-09-28 | 2015-03-31 | Uop Llc | Fluid catalytic cracking process |
| US8747759B2 (en) | 2011-12-12 | 2014-06-10 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US8747657B2 (en) | 2011-12-12 | 2014-06-10 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US8815082B2 (en) | 2011-12-12 | 2014-08-26 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US8747758B2 (en) | 2011-12-12 | 2014-06-10 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| CN104105782A (zh) | 2012-01-06 | 2014-10-15 | Kior股份有限公司 | 用于转化固体生物质材料的两级反应器和方法 |
| AU2013207736B2 (en) | 2012-01-13 | 2015-04-09 | Rive Technology, Inc. | Introduction of mesoporosity into low silica zeolites |
| US9376324B2 (en) | 2012-01-13 | 2016-06-28 | Rive Technology, Inc. | Introduction of mesoporosity into zeolite materials with sequential acid, surfactant, and base treatment |
| AU2013207783B2 (en) | 2012-01-13 | 2017-07-13 | Lummus Technology Llc | Process for providing C2 hydrocarbons via oxidative coupling of methane and for separating hydrocarbon compounds |
| US8691077B2 (en) | 2012-03-13 | 2014-04-08 | Uop Llc | Process for converting a hydrocarbon stream, and optionally producing a hydrocracked distillate |
| US8936758B2 (en) | 2012-03-20 | 2015-01-20 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US8815166B2 (en) | 2012-03-20 | 2014-08-26 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US9375695B2 (en) | 2012-03-20 | 2016-06-28 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| US8916099B2 (en) | 2012-03-20 | 2014-12-23 | Uop Llc | Process and apparatus for mixing two streams of catalyst |
| JP6166344B2 (ja) | 2012-03-20 | 2017-07-19 | サウジ アラビアン オイル カンパニー | 原油から石油化学製品を生成させる、統合された、水素化処理、水蒸気熱分解、及び接触分解処理 |
| US8864979B2 (en) | 2012-03-21 | 2014-10-21 | Uop Llc | Process and apparatus for fluid catalytic cracking |
| CN103360197B (zh) * | 2012-03-30 | 2015-07-01 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种c4-c8烯烃高选择性生产丙烯的方法 |
| EP2839018B1 (en) | 2012-04-18 | 2019-06-05 | Corbion Biotech, Inc. | Tailored oils |
| US9670113B2 (en) | 2012-07-09 | 2017-06-06 | Siluria Technologies, Inc. | Natural gas processing and systems |
| US9745519B2 (en) | 2012-08-22 | 2017-08-29 | Kellogg Brown & Root Llc | FCC process using a modified catalyst |
| AU2013355038B2 (en) | 2012-12-07 | 2017-11-02 | Lummus Technology Llc | Integrated processes and systems for conversion of methane to multiple higher hydrocarbon products |
| US9816079B2 (en) | 2013-01-29 | 2017-11-14 | Terravia Holdings, Inc. | Variant thioesterases and methods of use |
| US9567615B2 (en) | 2013-01-29 | 2017-02-14 | Terravia Holdings, Inc. | Variant thioesterases and methods of use |
| US8765660B1 (en) | 2013-03-08 | 2014-07-01 | Rive Technology, Inc. | Separation of surfactants from polar solids |
| US9783836B2 (en) | 2013-03-15 | 2017-10-10 | Terravia Holdings, Inc. | Thioesterases and cells for production of tailored oils |
| US9290749B2 (en) | 2013-03-15 | 2016-03-22 | Solazyme, Inc. | Thioesterases and cells for production of tailored oils |
| US9370758B2 (en) | 2013-03-26 | 2016-06-21 | Uop Llc | Process for transferring catalyst and an apparatus relating thereto |
| US9249252B2 (en) | 2013-04-26 | 2016-02-02 | Solazyme, Inc. | Low polyunsaturated fatty acid oils and uses thereof |
| CN105829521A (zh) | 2013-10-04 | 2016-08-03 | 索拉兹米公司 | 定制油 |
| US10047020B2 (en) | 2013-11-27 | 2018-08-14 | Siluria Technologies, Inc. | Reactors and systems for oxidative coupling of methane |
| EP3077484B1 (en) | 2013-12-02 | 2020-04-01 | Saudi Arabian Oil Company | Integrated solvent-deasphalting and fluid catalytic cracking process for light olefin production |
| US9662640B2 (en) | 2013-12-27 | 2017-05-30 | Rive Technology, Inc. | Introducing mesoporosity into zeolite materials with a modified acid pre-treatment step |
| US10301234B2 (en) | 2014-01-08 | 2019-05-28 | Siluria Technologies, Inc. | Ethylene-to-liquids systems and methods |
| US9701597B2 (en) | 2014-01-09 | 2017-07-11 | Siluria Technologies, Inc. | Oxidative coupling of methane implementations for olefin production |
| US10377682B2 (en) | 2014-01-09 | 2019-08-13 | Siluria Technologies, Inc. | Reactors and systems for oxidative coupling of methane |
| US9376633B2 (en) | 2014-03-31 | 2016-06-28 | Uop Llc | Process and apparatus for distributing fluidizing gas to an FCC riser |
| US9205394B2 (en) | 2014-03-31 | 2015-12-08 | Uop Llc | Process and apparatus for distributing fluidizing gas to an FCC riser |
| WO2015179735A1 (en) | 2014-05-22 | 2015-11-26 | Saudi Arabian Oil Company | Framework substituted zeolite catalyst for fluidized catalytic cracking and method for fluidized catalytic cracking |
| EP3660149A1 (en) | 2014-07-24 | 2020-06-03 | Corbion Biotech, Inc. | Variant thioesterases and methods of use |
| CN107208103A (zh) | 2014-09-18 | 2017-09-26 | 泰拉瑞亚控股公司 | 酰基‑acp硫酯酶及其突变体 |
| WO2016094816A1 (en) | 2014-12-11 | 2016-06-16 | Rive Technology, Inc. | Preparation of mesoporous zeolites with reduced processing |
| US9468897B2 (en) | 2014-12-19 | 2016-10-18 | Uop Llc | Process and apparatus for improving light olefin yield from a fluid catalytic cracking process |
| US10626019B2 (en) | 2014-12-30 | 2020-04-21 | W. R. Grace & Co.-Conn. | Methods for preparing zeolites with surfactant-templated mesoporosity and tunable aluminum content |
| US9334204B1 (en) | 2015-03-17 | 2016-05-10 | Siluria Technologies, Inc. | Efficient oxidative coupling of methane processes and systems |
| US10793490B2 (en) | 2015-03-17 | 2020-10-06 | Lummus Technology Llc | Oxidative coupling of methane methods and systems |
| US20160289143A1 (en) | 2015-04-01 | 2016-10-06 | Siluria Technologies, Inc. | Advanced oxidative coupling of methane |
| BR112017021421A2 (pt) | 2015-04-06 | 2018-07-24 | Terravia Holdings Inc | microalgas oleaginosas que têm uma ablação de lpaat |
| WO2016200565A1 (en) * | 2015-06-09 | 2016-12-15 | Exxonmobil Research And Engineering Company | Fluid catalytic cracking with supplemental heat |
| US9328297B1 (en) | 2015-06-16 | 2016-05-03 | Siluria Technologies, Inc. | Ethylene-to-liquids systems and methods |
| WO2017003788A1 (en) | 2015-06-30 | 2017-01-05 | Uop Llc | Process and apparatus for selectively hydrogenating diolefins |
| US9777228B2 (en) * | 2015-06-30 | 2017-10-03 | Uop Llc | Process for cracking hydrocarbons to make diesel |
| US20170107162A1 (en) | 2015-10-16 | 2017-04-20 | Siluria Technologies, Inc. | Separation methods and systems for oxidative coupling of methane |
| CA3250074A1 (en) | 2016-04-13 | 2025-02-24 | Lummus Technology Llc | Oxidative coupling of methane for olefin production |
| MY197470A (en) | 2016-09-16 | 2023-06-19 | Lummus Technology Inc | Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications |
| US10758883B2 (en) | 2016-09-16 | 2020-09-01 | Lummus Technology Llc | Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications |
| PH12019500562B1 (en) | 2016-09-16 | 2023-05-10 | Lummus Technology Inc | Process and apparatus for enhanced removal of contaminants in fluid catalytic cracking processes |
| US10626339B2 (en) | 2016-09-20 | 2020-04-21 | Uop Llc | Process and apparatus for recycling cracked hydrocarbons |
| WO2018094353A1 (en) | 2016-11-21 | 2018-05-24 | Saudi Arabian Oil Company | Process and system for conversion of crude oil to petrochemicals and fuel products integrating steam cracking, fluid catalytic cracking, and conversion of naphtha into chemical rich reformate |
| US20180142167A1 (en) | 2016-11-21 | 2018-05-24 | Saudi Arabian Oil Company | Process and system for conversion of crude oil to chemicals and fuel products integrating steam cracking and fluid catalytic cracking |
| WO2018109639A1 (en) | 2016-12-13 | 2018-06-21 | Sabic Global Technologies B.V. | Naphtha catalytic cracking for light olefins production over cyclic regenerative process with dry gas diluent |
| WO2018118105A1 (en) | 2016-12-19 | 2018-06-28 | Siluria Technologies, Inc. | Methods and systems for performing chemical separations |
| JP2020521811A (ja) | 2017-05-23 | 2020-07-27 | ラマス テクノロジー リミテッド ライアビリティ カンパニー | メタン酸化カップリングプロセスの統合 |
| US10870802B2 (en) | 2017-05-31 | 2020-12-22 | Saudi Arabian Oil Company | High-severity fluidized catalytic cracking systems and processes having partial catalyst recycle |
| AU2018298234B2 (en) | 2017-07-07 | 2022-11-17 | Lummus Technology Llc | Systems and methods for the oxidative coupling of methane |
| US10781377B2 (en) | 2017-11-30 | 2020-09-22 | Uop Llc | Process and apparatus for cracking hydrocarbons to lighter hydrocarbons |
| US10889768B2 (en) | 2018-01-25 | 2021-01-12 | Saudi Arabian Oil Company | High severity fluidized catalytic cracking systems and processes for producing olefins from petroleum feeds |
| CN110724550B (zh) | 2018-07-16 | 2021-04-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种采用快速流化床进行催化裂解的方法和系统 |
| CN110724553B (zh) | 2018-07-16 | 2021-04-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种采用稀相输送床与快速流化床进行催化裂解的方法和系统 |
| US11173482B2 (en) | 2019-05-28 | 2021-11-16 | Saudi Arabian Oil Company | Combustion of spent adsorbents containing HPNA compounds in FCC catalyst regenerator |
| US11220637B2 (en) | 2019-10-30 | 2022-01-11 | Saudi Arabian Oil Company | System and process for steam cracking and PFO treatment integrating selective hydrogenation and FCC |
| US11220640B2 (en) | 2019-10-30 | 2022-01-11 | Saudi Arabian Oil Company | System and process for steam cracking and PFO treatment integrating selective hydrogenation, FCC and naphtha reforming |
| WO2021214568A1 (en) | 2020-04-21 | 2021-10-28 | Sabic Global Technologies B.V. | Light olefins yield improvement over light olefin selective catalyst |
| US11446645B2 (en) * | 2020-07-02 | 2022-09-20 | Saudi Arabian Oil Company | FCC catalyst compositions for fluid catalytic cracking and methods of using the FCC catalyst compositions |
| US11505754B2 (en) | 2020-09-01 | 2022-11-22 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products from atmospheric residues |
| US11332680B2 (en) | 2020-09-01 | 2022-05-17 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of lesser and greater boiling point fractions with steam |
| US11352575B2 (en) | 2020-09-01 | 2022-06-07 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products that utilize hydrotreating of cycle oil |
| US11242493B1 (en) | 2020-09-01 | 2022-02-08 | Saudi Arabian Oil Company | Methods for processing crude oils to form light olefins |
| US11230672B1 (en) | 2020-09-01 | 2022-01-25 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking |
| US11434432B2 (en) | 2020-09-01 | 2022-09-06 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a greater boiling point fraction with steam |
| US11230673B1 (en) | 2020-09-01 | 2022-01-25 | Saudi Arabian Oil Company | Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a lesser boiling point fraction with steam |
| CN118302400A (zh) | 2021-08-31 | 2024-07-05 | 鲁玛斯科技有限责任公司 | 用于进行甲烷氧化偶联的方法和系统 |
| CN113621400B (zh) * | 2021-09-03 | 2023-01-17 | 中国石油化工股份有限公司 | 烃类原料的裂解方法 |
| EP4230710A1 (en) | 2022-02-21 | 2023-08-23 | Indian Oil Corporation Limited | Production of high yields of light olefins from heavy hydrocarbons |
| US11566185B1 (en) | 2022-05-26 | 2023-01-31 | Saudi Arabian Oil Company | Methods and catalysts for cracking hydrocarbon oil |
Family Cites Families (21)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US3888762A (en) | 1972-10-12 | 1975-06-10 | Universal Oil Prod Co | Fluid catalytic cracking process |
| US4440629A (en) * | 1982-09-13 | 1984-04-03 | Uop Inc. | Hydrocarbon hydrocracking process |
| US4787967A (en) | 1986-09-03 | 1988-11-29 | Mobil Oil Corporation | Process for two-phase fluid catalytic cracking system |
| US4717466A (en) | 1986-09-03 | 1988-01-05 | Mobil Oil Corporation | Multiple riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments |
| US4990314A (en) | 1986-09-03 | 1991-02-05 | Mobil Oil Corporation | Process and apparatus for two-phase fluid catalytic cracking system |
| US4853105A (en) | 1986-09-03 | 1989-08-01 | Mobil Oil Corporation | Multiple riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments |
| US4871446A (en) | 1986-09-03 | 1989-10-03 | Mobil Oil Corporation | Catalytic cracking process employing mixed catalyst system |
| CN1004878B (zh) | 1987-08-08 | 1989-07-26 | 中国石油化工总公司 | 制取低碳烯烃的烃类催化转化方法 |
| US5372704A (en) | 1990-05-24 | 1994-12-13 | Mobil Oil Corporation | Cracking with spent catalyst |
| US5997728A (en) | 1992-05-04 | 1999-12-07 | Mobil Oil Corporation | Catalyst system for maximizing light olefin yields in FCC |
| US5389232A (en) | 1992-05-04 | 1995-02-14 | Mobil Oil Corporation | Riser cracking for maximum C3 and C4 olefin yields |
| CA2103230C (en) * | 1992-11-30 | 2004-05-11 | Paul E. Eberly, Jr. | Fluid catalytic cracking process for producing light olefins |
| US5296131A (en) | 1992-12-02 | 1994-03-22 | Mobil Oil Corporation | Process for short contact time cracking |
| US5346613A (en) | 1993-09-24 | 1994-09-13 | Uop | FCC process with total catalyst blending |
| FI98529C (fi) | 1994-03-31 | 1997-07-10 | Neste Oy | Menetelmä ja laitteisto keveiden olefiinien valmistamiseksi |
| US6010618A (en) | 1997-12-05 | 2000-01-04 | Uop Llc | FCC process with two zone short contact time reaction conduit |
| US5858207A (en) | 1997-12-05 | 1999-01-12 | Uop Llc | FCC process with combined regenerator stripper and catalyst blending |
| US5965012A (en) | 1997-12-05 | 1999-10-12 | Uop Llc | FCC process with short primary contacting and controlled secondary contacting |
| US6106697A (en) | 1998-05-05 | 2000-08-22 | Exxon Research And Engineering Company | Two stage fluid catalytic cracking process for selectively producing b. C.su2 to C4 olefins |
| AU1727800A (en) | 1998-11-24 | 2000-06-13 | Mobil Oil Corporation | Catalytic cracking for olefin production |
| US20020003103A1 (en) | 1998-12-30 | 2002-01-10 | B. Erik Henry | Fluid cat cracking with high olefins prouduction |
-
2000
- 2000-11-13 US US09/711,576 patent/US6538169B1/en not_active Expired - Lifetime
-
2001
- 2001-11-13 AU AU2002228803A patent/AU2002228803A1/en not_active Abandoned
- 2001-11-13 WO PCT/US2001/046472 patent/WO2002038700A2/en not_active Ceased
- 2001-11-13 CN CNB018204929A patent/CN1228418C/zh not_active Expired - Fee Related
- 2001-11-13 ES ES01989920T patent/ES2298282T3/es not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-13 AT AT01989920T patent/ATE381604T1/de not_active IP Right Cessation
- 2001-11-13 DE DE60132024T patent/DE60132024T2/de not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-13 EP EP01989920A patent/EP1414930B1/en not_active Expired - Lifetime
- 2001-11-13 CA CA2428147A patent/CA2428147C/en not_active Expired - Fee Related
-
2002
- 2002-12-10 US US10/316,222 patent/US7312370B2/en not_active Expired - Lifetime
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US9931595B2 (en) | 2003-11-06 | 2018-04-03 | W. R. Grace & Co.-Conn. | Ferrierite composition for reducing NOx emissions during fluid catalytic cracking |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| US20030121825A1 (en) | 2003-07-03 |
| AU2002228803A1 (en) | 2002-05-21 |
| CN1228418C (zh) | 2005-11-23 |
| WO2002038700A3 (en) | 2004-02-19 |
| WO2002038700A2 (en) | 2002-05-16 |
| EP1414930B1 (en) | 2007-12-19 |
| US6538169B1 (en) | 2003-03-25 |
| DE60132024D1 (de) | 2008-01-31 |
| CA2428147C (en) | 2011-08-30 |
| ATE381604T1 (de) | 2008-01-15 |
| US7312370B2 (en) | 2007-12-25 |
| EP1414930A2 (en) | 2004-05-06 |
| CA2428147A1 (en) | 2002-05-16 |
| DE60132024T2 (de) | 2008-12-04 |
| CN1527874A (zh) | 2004-09-08 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CA2428147C (en) | Fcc process with improved yield of light olefins | |
| CN106964302B (zh) | 有两个流化反应段与集成气/固分离系统的新反应器 | |
| ES2645694T3 (es) | Procedimiento de craqueo catalítico en lecho fluidizado (FCC) para fabricar propileno y etileno con un rendimiento aumentado | |
| RU2580829C2 (ru) | Способ и устройство каталитического крекинга для получения пропилена | |
| US8894840B2 (en) | Process for recovering products from two reactors | |
| CN101516813B (zh) | 轻质烯烃加工中的分隔壁分离 | |
| JP5607082B2 (ja) | 金属触媒によるコークス化を防止する方法 | |
| KR100235837B1 (ko) | 중질유의 유동접촉분해법 | |
| US20160214911A1 (en) | Dual riser fluid bed process and reactor | |
| US8414763B2 (en) | Process for recovering FCC product | |
| US5009851A (en) | Integrated catalytic reactor system with light olefin upgrading | |
| CN104145005A (zh) | 用于提高轻质烯烃产率的双提升管催化裂化器 | |
| WO2012074691A2 (en) | Process and apparatus for recovering catalytic product | |
| WO2011056712A2 (en) | Apparatus and process for recovering fcc product | |
| US4968401A (en) | Aromatization reactor design and process integration | |
| US8394259B2 (en) | Unit, system and process for catalytic cracking | |
| US20150136647A1 (en) | Reactor and main fractionator configuration for producing diesel | |
| CN101517041A (zh) | Fcc制成的轻质烯烃的吸收回收加工法 | |
| US8124020B2 (en) | Apparatus for preventing metal catalyzed coking | |
| US8124822B2 (en) | Process for preventing metal catalyzed coking | |
| US11266966B2 (en) | Process and apparatus for fluidizing a catalyst bed | |
| US9073806B2 (en) | Fluid catalytic cracking system and process | |
| US20160038899A1 (en) | Extended contact time riser |