KR20080014665A - 경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저ｆｃｃ 반응장치 공정 - Google Patents

경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저ｆｃｃ 반응장치 공정 Download PDF

Info

Publication number
KR20080014665A
KR20080014665A KR1020070080249A KR20070080249A KR20080014665A KR 20080014665 A KR20080014665 A KR 20080014665A KR 1020070080249 A KR1020070080249 A KR 1020070080249A KR 20070080249 A KR20070080249 A KR 20070080249A KR 20080014665 A KR20080014665 A KR 20080014665A
Authority
KR
South Korea
Prior art keywords
riser
raw material
olefin
catalyst
riser fcc
Prior art date
Application number
KR1020070080249A
Other languages
English (en)
Other versions
KR101324006B1 (ko
Inventor
커티스 엔 엥
릭 비 밀러
Original Assignee
켈로그 브라운 앤드 루트 엘엘씨
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by 켈로그 브라운 앤드 루트 엘엘씨 filed Critical 켈로그 브라운 앤드 루트 엘엘씨
Publication of KR20080014665A publication Critical patent/KR20080014665A/ko
Application granted granted Critical
Publication of KR101324006B1 publication Critical patent/KR101324006B1/ko

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • 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
    • C10G11/182—Regeneration
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1044—Heavy gasoline or naphtha having a boiling range of about 100 - 180 °C
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1081—Alkanes
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1088—Olefins
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • 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
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C10G2300/708—Coking aspect, coke content and composition of deposits
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • 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
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

제 1 탄화수소 원료(5)와 제 2 탄화수소 원료(6)가 각각의 제 1 라이저(2)와 제 2 라이저(4)에 공급되어 에틸렌, 프로필렌 및/또는 방향제가 풍부한 배출물을 형성하는 듀얼 라이저 FCC 공정이 개시되어 있다. 탄화수소 원료가 다른 경우, 각각의 라이저는 에틸렌 및/또는 프로필렌으로 변환하기 위해 다른 조건을 가질 수 있다. 시스템의 열균형을 유지하는데 필요한 추가 연료량을 감소시키거나 또는 제거하기 위해 소량의 코크스 전구체(80, 82)가 탄화수소 원료(5, 6)중 어느 한쪽 또는 양쪽에 추가될 수 있다. 코크스 전구체와 재생 원료(36, 44)를 포함하는 다른 원료가 올레핀 수율을 증가시키기 위해 분리될 수 있으며, 이 실시형태에서 파라핀 원료는 하나의 라이저에 공급되고 올레핀 원료는 다른 라이저에 공급된다.
라이저, 유동접촉분해

Description

경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저 ＦＣＣ 반응장치 공정{DUAL RISER FCC REACTOR PROCESS WITH LIGHT AND MIXED LIGHT/HEAVY FEEDS}
본 발명은 일반적으로 하나 이상의 경질 탄화수소 원료(light hydrocarbon feedstock)로부터 올레핀 및/또는 방향제(aromatics)를 생산하기 위해 듀얼 라이저(dual-riser) 유동접촉분해(fluidized catalytic cracking; FCC) 유니트를 작동시키는 방법에 관한 것이다. 본 발명은 또한 일반적으로 경질 탄화수소 원료 및/또는 중질 탄화수소 원료(heavy hydrocarbon feedstock)의 분리 및/또는 혼합을 채용하는 방법에 관한 것이다.
본 발명의 배경은 일반적으로 가솔린 및 증류액(distillates)과 같은 자동차용 연료의 수율을 극대화하기 위해 정제소에서 사용되는 기초 유동접촉분해(FCC) 기술이다. 유동접촉분해(FCC) 공정은 라이저(본질적으로 파이프)라 불리는 반응장치를 사용하는데, 그 반응장치내에서 탄화수소 원료 가스가 작은 촉매 입자와 직접적으로 접촉하여 그 원료가 더 유용한 제품으로 변환된다. FCC 유니트는 탄화수소를 "분해(crack)"시킴으로써 경유 원료(gas oil feed)를 더 작은 분자로 변환시킨다. 그 결과 발생하는 탄화수소 가스와 촉매 혼합물은 라이저내에서 유동하고, 따 라서 이것이 유동접촉분해이다.
현재의 정제소에 적용된 바와 같이, FCC 유니트는 본래 중질 원료(감압 경유(vacuum gas oil), 잔사유(reduced crudes), 상압 탑 찌꺼기(atmospheric tower bottom, 감압 탑 찌꺼기(vacuum tower bottom) 등)를 자동차용 연료 제품(가솔린, 디젤, 난방유, 및 LPG)으로 변환시킬 수 있다. FCC 유니트에서 에틸렌과 프로필렌과 같은 더 유용한 석유 화학 제품의 수율을 증가시키기 위해, 정제소는 매우 혹독하게 작동되고 있고 및/또는 정제소는 중질 원료와 함께 분해되기 위해 라이저내에서 경질 분해 나프타와 같은 경질 원료를 사용하고 있다.
분해 반응은 흡열 반응인데, 즉 원료를 가열해서 반응 온도를 유지하기 위해 반응장치 공정에 열이 공급되어야 한다. 중질 원료로 변환 공정을 진행하는 중에 코크스가 형성된다. 코크스는 촉매에 축적되고 최종적으로는 리제네레이터(regenerator)내에서 공기와 같은 산소원과 함께 연소된다. 코크스의 연소는 분해 반응에 필요한 열을 공급할 수 있는 발열 공정이다. 재생 공정에서 연소에 의해 발생하는 열은 촉매의 온도를 증가시키고, 고온의 촉매는 라이저내에서 원료와 접촉되기 위해 재순환되며, 이에 따라 시스템의 전체적인 열균형이 유지된다. 균형이 유지된 작동중에, 코크스 연소로부터 열을 보충하기 위해 어떠한 외부 열원 또는 연료도 필요하지 않다. 코크스를 너무 많이 형성하거나 반응을 위해 과도한 열을 발생시키는 것과 같은 열 불균형이 존재한다면, 그 현상을 완화시키기 위해 촉매 쿨러 또는 다른 공정을 사용할 수 있으며, 특별히 중질 원료를 사용하거나 또는 매우 혹독한 작동을 통해 완화시킬 수 있다. 현재 실시되고 있는 바와 같이, FCC 유니트는 주로 경유와 더 중질의 원료를 분해한다.
종래 기술에서는 C4 + 올레핀 원료와 파라핀 원료와 같은 경질 원료를 프로필렌과 같은 더 유용한 제품으로 변환하기 위한 다양한 기술이 나와 있다. 일반적으로 12 미만의 탄소수를 같은 경질 원료의 처리는 2가지의 결정적인 영역, 즉 프로필렌 및 에틸렌 수율을 극대화하는 영역과 코크스가 불충분하게 형성되는 경우에도 열균형을 유지하는 영역에 대해서 자체적인 특별한 문제를 나타낸다. 이러한 문제는 더 많은 에틸렌과 프로필렌 생산을 위해 더 경질의 원료가 경질 연료용으로 특별히 조성된 촉매와 접촉할 때 더 중요하게 된다.
중질 원료와는 다르게 경질 원료는 FCC 유니트내에서 열균형을 유지하는데 충분한 코크스를 형성하지 않는다. 따라서 주로 경질 원료를 사용할 때 FCC 유니트의 열균형을 유지하기 위해 외부 열원이 필요하다. 한가지의 해결책은 라이저 반응장치 배출물로부터 촉매 미세물을 제거하기 위해 수입 연료 원료를 사용해서 그 수입 연료 원료를 연소시켜 FCC 유니트의 열균형을 유지하는 것이다.
정제소 또는 석유화학제품 시설내에서 저급 원료의 이용을 극대화하기 위해, 생산회사들은 훨씬 경질의 원료를 FCC 유니트에 도입했다. 경질의 원료는 분해를 효율적으로 진행하기 위해 더 고온의 라이저를 필요로 하지만, 적은 비율이라도 중질의 원료가 공급되는 경우에 더 많은 코크스가 형성될 수 있다. 이것은 동일한 온도하에서 경질 원료로부터 형성되는 코크스가 중질 원료로부터 형성되는 코크스보다 상당히 적다 하더라도, 중질 원료로부터 형성된 코크스가 더 높은 작동 온도에서 증가하기 때문이다. 프로필렌의 생산을 극대화하는 조건은 특히 중질 원료로부터 형성되는 코크스 생산을 증가시키는 비교적 높은 온도를 일반적으로 필요로 한다. 경질 원료는 1% 미만의 코크스를 형성하지만, 중질 원료의 코크스 수율은 10-15%가 될 수 있다. 프로필렌 극대화 조건하에서 중질 원료에서의 과도한 코크스 형성에 의해 시스템의 열 불균형이 초래될 수 있으며, 그렇지 않을 경우 촉매 쿨러가 사용된다.
종래 기술에서, 경질 원료에 필요로 하는 반응열을 공급하기 위해 중질 원료 라이저에서 형성된 코크스로부터 발생된 초과 열을 제 2 라이저에 공급하는 것은 일반적으로 더 효과적이다. 엥(Eng) 등이 발표한 "프로필렌으로의 경제적인 경로(conomic Routes to Propylene)" 탄화수소 아시아(Hydrocarbon Asia), 36 페이지(2004년 7월/8월)에서는 베이스라인으로서 종래의 FCC 유니트에서 감압 경유와 같은 중질 원료로부터 자동차용 연료를 생산하는 것에 대해 기재되어 있다. 그러나, 목적이 석유화학제품의 생산을 극대화하는 것이라면, FCC 유니트는 중질 원료와 경질 원료 모두를 사용할 수 있다. 듀얼 라이저 반응장치가 사용될 수 있다. 듀얼 라이저 공정에서, 경질 원료가 하나의 라이저에 공급되어 원하는 올레핀을 생산하는 반면에, 종래의 잔류물 또는 중질 원료는 또 다른 라이저에 공급되어 가솔린 및/또는 증류액을 생산한다. 듀얼 라이저로부터의 촉매는 공통의 리제네레이터 에서 재생된다. 코크스 축적물, 특히 중질 원료 라이저로부터의 촉매의 코크스 축적물을 재생시킴으로써 발생하는 열은 2개의 라이저를 작동시키는데 균형을 유지한다. 중질 원료와 경질 원료를 위한 최적의 분해 조건은 일반적으로 서로 훨씬 다르기 때문에, 듀얼 라이저에서 분해된 경질 원료를 중질 원료와 완전히 분리시키는 것이 수율면에서나 작동면에서 유리하다.
석유화학제품의 효율적인 생산을 극대화하기 위해 경유와 경질 올레핀 접촉 분해 구역을 열분해 구역(pyrolytic cracking zone)과 통합시키는 것은, 다양한 원료와 재생 원료를 적절한 분해 구역으로 공급함으로써, 예를 들어 에탄/프로판을 증기 열분해 구역(steam pyrolysis zone)에 공급하고 왁스 경유(waxy gas oil)를 혹독한 분해 구역에 공급하며 C4-C6 올레핀을 경질 올레핀 분해 구역에 공급함으로써 극대의 에틸렌 및/또는 프로필렌을 갖는 전체 제품 원료의 생산을 가능하게 하고, 이에 의해 통합 유니트에 의해 생산된 물질 균형의 가치가 향상된다.
탄화수소 원료를 접촉식 및 비접촉식으로 분해하는 공정이 잘 알려져 있다. 가열로에서 증기 분해하는 공정과 고온의 비접촉 입자 물질과 접촉시키는 공정이 2가지의 잘 알려진 비접촉분해 공정이다. 유동접촉분해 공정과 딥접촉분해 공정(deep catalytic cracking)이 2가지의 잘 알려진 접촉분해 공정이다.
딥접촉분해 공정은 약 500℃ 내지 약 730℃의 온도에서 예열된 탄화수소 원료가 반응장치내에서 가열된 고체 산성 촉매를 통해 분해되는 공정이다.
본 발명에 따르면 원료를 듀얼 라이저에서 개별적으로 분해함으로써 에틸렌, 프로필렌, 또는 그 혼합물의 수율이 향상되는 효과가 있다.
실시형태를 상세히 설명하기 전에, 실시형태는 특정한 실시형태에 한정되지 않고 다양한 방식으로 실시될 수 있다는 것을 이해해야 한다.
듀얼 라이저 FCC 시스템은 2개의 라이저에서 경질 탄화수소를 처리해서 올레핀 및/또는 방향제를 생산하는데 사용될 수 있다. 경질 탄화수소 원료의 특성에 따라 독립적으로 선택된 조건에서 라이저를 작동시킴으로써 선택적으로 또한 전환적으로 개선될 수 있다. 라이저에 원료를 분리함으로써, 각각의 원료는 올레핀 생산을 최적화하는 조건에서 처리될 수 있다. 다른 원료에 따라 적절한 라이저 조건이 다를 수 있는데, 예를 들어 분리된 파라핀 경질 탄화수소 원료와 올레핀 경질 탄화수소 원료의 경우, 파라핀 원료가 공급되는 라이저는 올레핀 원료가 공급되는 라이저보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 가질 수 있다. 또한, 시스템의 열균형을 유지하기 위해 재생에 사용된 추가 연료의 양을 감소시키거나 또는 제거하기 위해 코크스 전구체(coke precursor)가 라이저중 하나의 라이저에 소량 공급될 수 있다. 반응장치 시스템의 열균형을 유지하는데 충분한 코크스를 형성하지 않는 경질 탄화수소 원료를 주로 분해하는 경우에 코크스 전구체를 사용하는 것이 유리하다. 코크스 전구체는 올레핀을 생산할 때 더 융화가 잘 되기 때문에 경질 탄화수소 원료와 함께 라이저에 공급된다.
일 실시형태에서, 듀얼 라이저 FCC 공정은: 에틸렌, 프로필렌 또는 그 혼합 물이 풍부한 제 1 배출물을 형성하기 위해 제 1 라이저 FCC 조건하에서 제 1 경질 탄화수소 원료를 제 1 라이저에서 분해하는 단계; 및 에틸렌, 프로필렌 또는 그 혼합물이 풍부한 제 2 배출물을 형성하기 위해 제 2 라이저 FCC 조건하에서 제 2 경질 탄화수소 원료를 제 2 라이저에서 분해하는 단계를 포함한다. 제 1 경질 탄화수소 원료와 제 2 경질 탄화수소 원료는 서로 다르고 제 1 라이저 FCC 조건과 제 2 라이저 FCC 조건은 에틸렌, 프로필렌 또는 그 혼합물의 생산을 돕기 위해 독립적으로 선택된다. FCC 공정은 제 1 및 제 2 FCC 배출물로부터, 선택적으로 공통의 분리 장치에서 촉매를 회복하고 가스를 분리하는 단계를 더 포함한다. 회복된 촉매는 리제네레이터에서 코크스의 연소에 의해 제 1 및 제 2 라이저로부터 재생되어 고온의 재생 촉매가 얻어지고; 고온의 재생 촉매는 제 1 및 제 2 라이저로 재순환되어 연속적인 작동 모드를 유지할 수 있다.
제 1 및 제 2 경질 탄화수소 원료는 4개 이상의 탄소 원자를 갖는 경질 탄화수소 원료일 수 있다. 이들 탄화수소의 예로는 파라핀 탄화수소, 시클로파라핀 탄화수소, 모노올레핀 탄화수소, 디올레핀 탄화수소, 시클로올레핀 탄화수소, 나프텐 탄화수소, 방향족 탄화수소, 및 탄화수소 산화제가 있다. 추가적인 예로는 경질 파라핀 나프타, 중질 파라핀 나프타, 경질 올레핀 나프타, 중질 올레핀 나프타, 혼합 파라핀 C4, 혼합 올레핀 C4(라피네이트; raffinates), 혼합 파라핀 C5, 혼합 올레핀 C5(라피네이트), 혼합 파라핀과 시클로파라핀 C6, 방향제 추출 유니트에서 형성된 비방향족 유분(fraction), 피셔 트롭쉬(Fischer Tropsch) 유니트에서 제조된 산화제 함유 제품 등, 또는 그 혼합물이 있다. 탄화수소 산화제은 1 내지 4개의 탄소수를 갖는 알콜, 2 내지 8개의 탄소수를 갖는 에테르를 포함할 수 있다. 예로는 메탄올, 에탄올, 디메틸 에테르, 메틸 터샤리 부틸 에테르(Methyl Tertiary Butyl Ether; MTBE), 에틸 터샤리 부틸 에테르(Ethyl Tertiary Butyl Ether), 터샤리 아밀 메틸 에테르(Tertiary Amyl Methyl Ether; TAME), 터샤리 아밀 에틸 에테르 등을 포함한다.
일 실시형태에서, 제 1 경질 탄화수소 원료와 제 2 경질 탄화수소 원료는 서로 다를 수 있다. 일 실시형태에서, 제 1 라이저 FCC 조건과 제 2 라이저 FCC 조건은 서로 다를 수 있다. 다른 조건은 온도, 촉매-오일비, 탄화수소 부분 압력, 증기-오일비, 체류 시간, 등 또는 그 조합을 포함할 수 있다.
일 실시형태에서, 제 1 경질 탄화수소 원료는 올레핀일 수 있고 제 2 경질 탄화수소 원료는 파라핀일 수 있다. 제 2 라이저 FCC 조건은 제 1 라이저 FCC 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함할 수 있다. 일 실시형태에서, 제 2 탄화수소 원료는 분리된 가스로부터 회복된 재생 원료를 포함할 수 있고, 또한 4 내지 12개의 탄소 원자를 갖는 파라핀 및 시클로파라핀 탄화수소를 포함할 수 있다.
일 실시형태에서, 코크스의 연소는 공통의 리제네레이터에서 실시될 수 있다. 회복된 촉매상의 코크스는 불충분하고, 재생은 일정한 상태의 열균형을 유지하기 위해 리제네레이터에 공급된 추가 연료의 연소를 포함할 수 있다. 추가 연료의 예는 연료 오일, 연료 가스 등을 포함할 수 있다.
일 실시형태에서, 각각 제 1 또는 제 2 경질 탄화수소 원료가 있는 제 1 또는 제 2 라이저에 공급되는 코크스 전구체의 양은 새로운 경질 탄화수소 원료를 100 으로 보았을 때 1 내지 40 정도가 된다. 코크스 전구체는 아세틸렌, 알킬- 또는 알릴-치환 아세틸렌(메틸 아세틸렌, 비닐 아세틸렌, 등), 디올레핀(부타디엔), 또는 그 혼합물일 수 있다. 일 실시형태에서, 공정은 제 1 경질 탄화수소 원료를 얻기 위해 디올레핀이 풍부한 원료에 부분적으로 수소를 첨가함으로써 제 1 경질 탄화수소 원료를 제조하는 단계를 포함한다. 예로서 제 1 경질 탄화수소 원료는 모노올레핀 및 0.05 내지 20 중량% 또는 1 내지 15 중량%의 디올레핀을 포함할 수 있다.
일 실시형태에서, 코크스 전구체는 중질 탄화수소 원료일 수 있다.
일 실시형태에서, 코크스 전구체는 방향족 탄화수소를 포함할 수 있거나, 또는 분해 반응장치에서 방향제를 형성하며 올레핀 원료와 함께 제 1 라이저에 공급되는 방향족 전구체를 포함할 수 있다. 이러한 방식으로, 제 2 라이저에 공급되는 원료는 파라핀이고, 제 2 라이저 작동 조건은 제 1 라이저 작동 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및/또는 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함할 수 있다.
일 실시형태에서, 코크스 전구체는 파라핀 원료와 함께 제 2 라이저에 공급되는 경유를 포함할 수 있다. 제 1 라이저에 공급되는 원료가 올레핀인 경우, 파라핀 탄화수소/경유와 함께 제 2 라이저 작동 조건은 제 1 라이저 작동 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및/또는 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함 할 수 있다.
일 실시형태에서 경질 탄화수소 원료로부터 회복된 촉매상의 코크스가 자체적으로 불충분한 경우, 코크스 전구체를 공급함으로써 추가적인 코크스가 형성되므로, 일정한 상태의 열균형을 유지하기 위해 필요한 추가 연료의 연소는 축소되거나 또는 제거될 수 있다. 원하는 경우, 코크스 전구체의 공급은 추가 연료 없이 또는 주어진 양의 연료 추가에 의해 추가적인 코크스 형성을 제공하여 일정한 상태의 열균형을 유지할 수 있는 양으로 조절될 수 있다.
일 실시형태에서, 듀얼 라이저 공정은 산화제, 산성 가스, 물 또는 그 혼합물을 제거하여 조절된 원료를 형성하기 위해 제 1 및 제 2 배출물로부터 분리된 가스를 조절하는 단계를 포함할 수 있다. 조절된 원료는 적어도 부생가스 원료(tail gas stream), 중간 원료, 및/또는 중질 원료로 분리될 수 있다. 예로서, 부생가스 원료는 에틸렌 제품 원료, 프로필렌 제품 원료, 에탄, 프로판, 또는 그 혼합물을 포함하는 경질 원료를 포함할 수 있다. 예로서, 중간 원료는 C4 내지 C6 올레핀과 그 혼합물에서 선택된 올레핀을 포함할 수 있다. 예로서, 중질 원료는 C6 과 더 높은 탄화수소를 포함할 수 있다. 중간 원료는 제 1 라이저로 재생될 수 있다. 중질 원료는 제 2 라이저로 재생될 수 있다. 제 1 배출물과 제 2 배출물은 공통의 조절 유니트에서 함께 혼합되어 조절될 수 있고, 또는 제 1 배출물과 제 2 배출물은 개별적으로 조절될 수 있다. 원하는 경우, 공정은, 수소처리된 원료를 얻기 위해 중질 원료를 수소처리하는 단계; 방향제가 희박한 라피네이트 원료를 얻 기 위해 벤젠, 톨루엔, 크실렌, 또는 그 혼합물을 포함하는 제품 원료를 수소처리된 원료로부터 추출하는 단계; 및/또는 라피네이트 원료를 제 2 라이저로 재생하는 단계를 포함한다.
본원에 언급된 바와 같이, 원료 또는 탄화수소와 관련된 용어 "경질"은 일반적으로 12 미만의 탄소수를 갖는 탄화수소를 의미하며, "중질"은 12 이상의 탄소수를 갖는 탄화수소를 의미한다. 본원에 언급된 바와 같이, "탄소수"는 특정한 화합물내에서 탄소 원자의 숫자를 의미하며, 또는 탄화수소의 혼합물과 관련하여 탄소 원자의 중량 평균 숫자를 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, "나프타" 또는 "전범위 나프타(full range naphtha)"는 ASTM D86 표준 방법에 따라 증류에 의해 결정되는 바와 같이 175 ℃(347℉) 이하에서 10%를 가지며 또한 240℃(464℉) 이하에서 95%를 갖는 탄화수소 혼합물을 의미하고, "경질 나프타"는 C4 내지 166℃(330℉)의 범위내에서 비등 범위를 갖는 나프타 유분을 의미하며, "중질 나프타"는 166℃(330℉) 내지 211℃(412℉)의 범위내에서 비등 범위를 갖는 나프타 유분을 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 원료와 관련된 용어 "파라핀"은 적어도 80 중량%의 파라핀, 10 중량% 미만의 방향제, 및 40 중량% 미만의 시클로파라핀을 포함하는 경질 탄화수소 혼합물을 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 원료와 관련된 용어 "방향제"는 50 중량% 이상의 방향제를 포함하는 경질 탄화수소 혼합물을 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 원료와 관련된 용어 "올레핀"은 적어도 20 중량%의 올레핀을 포함하는 경질 탄화수소 혼합물을 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 원료와 관련된 용어 "혼합된 C4"는 4개의 탄소 원자를 갖는 적어도 90 중량%의 탄화수소 화합물을 포함하는 경질 탄화수소 혼합물을 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 용어 "왁스 경유(waxy gas oil)"는 적어도 40 중량%의 파라핀과 적어도 50 중량%의 유분과 345℃ 이상의 비등점을 갖는 경유를 의미한다.
본원에 언급된 바와 같이, 용어 "듀얼 라이저"는 2개 이상의 라이저를 채용하는 FCC 유니트를 의미한다. 실제적인 문제로서 작동의 복잡성 및 기계적인 디자인에 의해 듀얼 라이저 FCC 유니트를 2개의 라이저로 제한할 수 있지만, 듀얼 라이저 FCC 유니트는 3개, 4개 또는 그 이상의 라이저를 가질 수 있다. 도 1은 복합 경질 원료를 처리하는데 사용될 수 있는 듀얼 라이저 FCC 반응장치의 개략도이다.
본원에 언급된 바와 같이, 라이저 온도는 라이저의 상부에서 배출되는 배출물의 온도를 의미한다. 라이저 반응이 일반적으로 흡열성이기 때문에, 라이저 원료(예열된 탄화수소, 증기 및 촉매)의 열평형은 라이저 출구 온도보다 높을 수 있고, 온도는 반응에 따라 라이저 전체에서 변할 것이다.
본원에 언급된 바와 같이, 촉매-오일비는 라이저에 공급되는 촉매의 중량과 오일 원료의 중량과의 비율을 의미한다. 델타 코크스(delta coke) 및/또는 코크스 형성은 촉매상에 축적된 순 코크스(net coke)를 의미하며 촉매의 중량%로서 표현된다. 원료에서 증기의 비율은 라이저에 공급된 탄화수소 원료의 전체 중량에 기초한 증기의 비율 또는 퍼센트를 의미한다(촉매 제외).
접촉 분해에 있어서, 촉매 입자는 가열되어 탄화수소 원료와 함께 유동접촉분해 구역으로 공급된다. 분해 구역 온도의 예는 약 425℃ 내지 약 705℃ 이다. 유동접촉분해에 유용한 촉매의 예는 Y-타입 제올라이트, USY, REY, RE-USY, 포자사이트(faujasite), 다른 합성 제올라이트, 자연 발생 제올라이트, 및 그 혼합물을 포함한다. 경질 원료를 분해하기 위해, 제올라이트 촉매는 단독으로 사용될 수 있거나 또는 유동접촉분해에 유용한 다른 알려진 촉매(예를 들어, 다공체와 같은 다른 변형체와 함께 실리카와 알루미나를 함유하는 결정체 제올라이트 분자 시브스(crystalline zeolite molecular sieves))와 함께 사용될 수 있다. 경질 원료의 분해에 사용된 알루미노실리케이트 (aluminosilicates)는 ZSM-5와 유사 촉매에 의해 실증된다.
본원에 언급된 접촉 분해 공정은 촉매를 원료와 직접 접촉시키는 단계와, 접촉식으로 분해된 제품을 형성하는 단계를 포함할 수 있다. 촉매는 접촉식으로 분해된 제품으로부터 분리될 수 있다. 분리된 코크스 촉매와 함께 남아 있는 탄화수소의 실제량은 제거될 수 있다. 그리고 나서 코크스는 촉매 재사용에 의해 반응중에 연소될 수 있다.
원료는 주 분리장치 펌프어라운드 시스템(main fractionator pumparound system)을 포함하는 하류 처리 유분 단계에서 제공된 폐열에 의해 예열될 수 있다. 이들 주 분리장치 폐열 펌프어라운드 시스템은 분리장치의 임계 구간으로부터 열의 제거를 촉진하기 위해 분해된 가솔린과 더 중질의 오일중 어느 하나 또는 전부를 포함하는 분리장치 원료를 순환시킨다. 반응전 원료의 예열 온도는 약 90℃ 내지 약 370℃ 일 수 있지만, 510℃ 까지 예열될 수 있고, 또한 이 예열된 원료는 증기 또는 2상 혼합 증기 원료와 액체 원료로서 라이저에 공급될 수 있다.
예열된 원료는 약 425℃ 내지 약 815℃ 범위의 온도에서 제공된 재생 유동접촉분해 촉매와 접촉하고, 그 후에 라이저 반응장치 또는 유동상 반응장치(fluidized bed reactor)를 통해서 또한 라이저 반응장치 또는 유동상 반응장치내에서 반응한다. 자동차용 연료를 생산하기 위해 분해된 중질 원료에 있어서, 접촉분해 촉매와 접촉식으로 분해된 탄화수소의 혼합물은 일반적으로 약 450℃ 내지 약 680℃의 반응 온도에서 라이저 반응장치로부터 나온다. 대부분의 최근 유동접촉분해 공정의 압력은 약 68 kPa 내지 약 690 kPa 일 수 있다. 중질 원료의 촉매-오일비를 중량%로 표시하면 약 2:1 내지 약 20:1 일 수 있다. 중질 원료의 촉매-오일비가 약 5:1 내지 약 10:1 일 경우 가장 좋은 자동차용 연료가 제조될 수 있다.
본원에 언급된 듀얼 라이저의 라이저는 경질 탄화수소 원료를 위한 유동접촉분해 구역을 포함한다. 이러한 접촉분해 유니트는 FCC 원료로부터 프로필렌 수율을 증가시키도록 설계된 유니트일 수 있다. 높은 레벨의 ZSM-5을 함유하는 촉매 조성물의 효과와 듀얼 라이저 하드웨어 기술을 결합시킴으로써 프로필렌 수율을 증가시키는 이러한 접촉 분해 유니트는 여분의 나프타 또는 다른 경질 탄화수소 원료 를 경질 올레핀으로 분해하도록 설계된 매우 가혹한 라이저를 포함한다.
본원에 언급된 듀얼 라이저중 어느 하나 또는 양쪽에 유용한 또 다른 형태의 FCC 기술은 경질 탄화수소(일반적으로 C4 내지 C8의 범위)를 프로필렌이 풍부한 더 유용한 제품 원료로 변환하기 위해 유동접촉 반응장치를 채택하는 공정이다. 이러한 FCC 기술은 SUPERFLEX라는 상표로서 Kellogg Brown & Root社와의 라이센스 계약을 통해 사용할 수 있다. SUPERFLEX 기술은 경질 탄화수소(일반적으로 C4 내지 C8의 범위)를 프로필렌이 풍부한 더 유용한 제품 원료로 변환하기 위해 유동접촉 반응장치를 채택하는 공정이다. 비교적 높은 올레핀 함량을 갖는 원료는 SUPERFLEX 반응장치에서 사용하기에 최고의 원료이다. 따라서, 추출 공정으로부터 부분적으로 수소가 첨가되거나 또는 라피네이트인 올레핀 플랜트 부산물 C4 및 C5는 이러한 종류의 FCC 유니트를 위해 훌륭한 원료이다. 이러한 공정의 한가지 유리한 점은 정제소로부터 FCC와 코크스 경질 나프타와 같은 잠재적으로 덜 유용한 올레핀이 풍부한 다른 원료를 처리할 수 있다는 점이다. 증기 압력, 올레핀 함량 및 산화제 내역에 관련된 새로운 자동차 가솔린을 고려하면, 이들 원료는 가솔린을 위한 혼합 원료로서 점차적으로 덜 유용할 수 있지만, 슈퍼플렉스 (SUPERFLEX) 반응장치에 대해서는 우수한 원료이다. 프로필렌 이외에, 이 공정은 전체적인 작동 한계에 값을 더 첨가하는 부산물 에틸렌과 고옥탄의 방향족 가솔린 유분을 더 생산한다.
FCC 나프타(경질 나프타)는 ZSM-5와 같은 하나 이상의 제올라이트 촉매가 제공되는 경우 비교적 높은 촉매-오일비와 높은 라이저 출구 온도로 재분해되어 올레 핀을 생산할 수 있다. 경질 올레핀 원료(재생된 분해 나프타)로부터 올레핀 수율을 극대화하기 위해, 라이저는 약 590℃ 내지 675℃의 라이저 출구 온도에서 작동되고, 혼합 올레핀 C4로부터 올레핀 수율을 극대화하기 위해서는 라이저는 약 550℃ 내지 650℃의 라이저 출구 온도에서 작동되며, 올레핀 C5로부터 올레핀 수율을 극대화하기 위해서 라이저는 약 650℃ 내지 675℃의 라이저 출구 온도에서 작동된다. 경질 올레핀 원료를 위한 작동 압력은 일반적으로 약 40 kPa 내지 약 700 kPa 이다. 경질 올레핀 원료의 촉매-오일비는 약 5:1 내지 약 70:1 이며, 경질 올레핀 원료의 촉매-오일비가 약 12:1 내지 약 18:1 일 경우 가장 좋은 프로필렌이 제조될 수 있다.
방향제 추출 유니트에서 비방향제 라피네이트와 같은 경질 파라핀 원료로부터 올레핀 수율을 극대화하기 위해, 라이저는 약 620℃ 내지 720℃의 라이저 출구 온도에서 작동되고, 펜탄과 같은 파라핀 원료로부터 올레핀 수율을 극대화하기 위해 라이저는 약 620℃ 내지 700℃의 라이저 출구 온도에서 작동된다. 경질 파라핀 원료를 위한 작동 압력은 일반적으로 약 40 kPa 내지 약 700 kPa 이다. 경질 파라핀 원료의 촉매-오일비는 약 5:1 내지 약 80:1 이며, 경질 파라핀 원료의 촉매-오일비가 약 12:1 내지 약 25:1 일 경우 가장 좋은 프로필렌이 제조될 수 있다.
높은 온도와 높은 레벨의 ZSM-5가 결합됨으로써 가솔린 범위의 경질 올레핀 및/또는 경질 파라핀이 분해될 수 있다. 높은 라이저 출구 온도와 높은 반응열에 의해 촉매의 효율이 극대화된다.
반응장치(변환장치)는 4개의 구성, 즉 라이저/반응장치, 디스인게이저(disengager), 스트리퍼(stripper), 및 리제네레이터(regenerator)로 구성되어 있다. 반응장치에 대한 관련 시스템은 표준 FCC 시스템일 수 있고, 또한 공기를 공급하고, 배출 가스를 처리하며, 열을 회복할 수 있다. 반응장치 오버헤드는 냉각될 수 있고, 또한 반응장치로 재생되는 사용된 촉매를 회복하기 위해 세척될 수 있다. 주어진 플랜트에서 이용가능한 용량에 따라 반응장치 배출물이 교대로 추가 냉각되어 올레핀 플랜트 분해 가스 컴프레서로 공급되거나, 또는 다른 종래 방식으로 제품 회복을 위해 처리될 수 있다 하더라도 순 오버헤드 제품은 올레핀 플랜트의 주 분리장치에 공급될 수 있다.
일 실시형태에서, 듀얼 라이저 유니트의 FCC 라이저중 어느 하나 또는 양쪽이 경질 원료를 코크스 전구체로 처리할 수 있는데, 경질 원료는 상술한 바와 같고, 또한 이 경질 원료는 열균형 작동에 대해 불충분한 코크스를 형성하며, 코크스 전구체는 2개의 라이저의 열균형을 촉진하는데 충분한 코크스를 공급하거나 또는 적어도 열균형에 필요한 추가 연료량을 감소시키기 위해 제공된다. 추가적인 코크스 전구체로서 중질 원료를 사용하는 장점은 몇몇의 중질 오일이 미세물 회복을 돕기 위해 생산될 수 있으며, 경질 원료 라이저 배출물로부터 미세물 회복에 사용될 수 있는 추가 수입 오일(연료 오일)의 일부 또는 전부를 대체할 수 있다는 점이다.
일 실시형태에서, 코크스 전구체는 약 650℃ 내지 약 705℃의 온도 범위에서 비등하는 정제 원료와 같은 중질 원료일 수 있다. 일 실시형태에서, 중질 원료는 약 220℃ 내지 약 645℃의 온도에서 비등하는 정제 원료일 수 있다. 일 실시형태에서, 정제 원료는 대기압하에서 약 285℃ 내지 약 645℃의 온도에서 비등할 수 있다. 약 285℃ 내지 약 645℃의 범위에서 비등하는 탄화수소 유분은 일반적으로 경유 비등 범위 성분으로 간주되는 반면에, 약 220℃ 내지 약 645℃의 온도 범위에서 비등하는 탄화수소 유분은 일반적으로 전범위 경유/잔류 유분 또는 장기 잔류 유분으로 간주된다.
약 220℃ 이하의 온도에서 비등하는 탄화수소 유분은 일반적으로 가솔린과 같은 자동차용 연료로서 더 유리하게 회복된다. 약 220℃ 내지 약 355℃의 온도에서 비등하는 탄화수소 유분은 일반적으로 증류액과 디젤 연료 제품 풀(pool)과 같은 자동차용 연료로서 더 유리하게 향할 수 있지만, 정제 경제학 측면에 따라 가솔린으로의 추가적인 업그레이드를 위해 유동접촉분해 공정으로 향할 수 있다. 약 535℃ 이상의 온도에서 비등하는 탄화수소 유분은 일반적으로 잔류 유분으로 간주된다. 이러한 잔류 유분은 유동 접촉 분해 공정에서 코크스를 형성하는 경향을 가진 성분을 일반적으로 많이 함유한다. 잔류 유분은 일반적으로 니켈과 바나듐과 같은 바람직하지 않은 금속을 많은 수준 함유하고 있고, 이들 금속은 또한 코크스의 형성을 촉진한다. 잔류 성분을 높은값으로 업그레이드 하는 동안, 낮은 비등점의 탄화수소는 정제장치를 위해 자주 유리하고, 높은 리제네레이터 온도, 낮은 촉매-오일비, 가속된 촉매 비활성화, 낮은 변환, 금속 조절을 위한 비싼 플러싱 촉매(flushing catalyst) 또는 평형 촉매(equilibrium catalyst)의 사용 증가와 같은 더 많은 코크스 생산의 유해한 효과는 이들 장점과 상쇄되어야 한다.
일반적인 경유와 장기 잔류 유분은 일반적으로 저유황, 중유황, 고유황 원료 유니트 상압 및/또는 감압 증류탑, 지체되거나 또는 유동화된 코크스 공정, 접촉 수소분해 공정, 및/또는 증류액, 경유 또는 잔류 수소처리 공정을 포함하지만 이에 제한되지 않는 여러 정제 공정중 하나 이상의 공정으로부터 생성된다. 또한 유동접촉 분해 원료는 윤활유 점성 유분화 유니트, 용매 추출 공정, 용매 탈왁스 공정, 또는 수소처리 공정을 포함하지만 이에 제한되지 않는 여러 윤활유 제조 시설중 어느 하나로부터 부산물로서 생성될 수 있다. 또한 유동접촉분해 원료는 유동접촉분해 공정에서 생산된 다양한 제품 원료의 재생을 통해 생성될 수 있다. 회수 오일(decanted oil), 중질 촉매 사이클 오일, 경질 촉매 사이클 오일과 같은 재생 원료는 직접 재생될 수 있거나 또는 코크스 전구체로서 본 유동접촉분해 공정에서 사용되기에 앞서 수소처리 공정과 같은 다른 공정을 통과할 수 있다.
본 듀얼 라이저, 듀얼 경질 탄화수소 원료 공정은 원하는 경우 하나 이상의 증기 열분해 유니트(steam pyrolysis unit)와 통합될 수 있다. 접촉분해 유니트와 열분해 유니트를 통합시킴으로써 다양한 원료를 처리할 수 있다. 이러한 통합을 통해 열분해 유니트와 접촉분해 유니트가 신규 석유화학단지 또는 갱신 석유화학단지에서 보완적으로 사용될 수 있다. 석유화학단지는 최하급 원료를 사용하도록 설계될 수 있다. 통합을 통해 다양한 부산물을 적절한 분해 기술로 향하게 함으로써 최대값을 갖는 전체 제품 슬레이트가 생산될 수 있다.
도면을 참고로 하면, 도 2는 듀얼 라이저 FCC 반응장치를 하부원료 처리로부터 하나 이상의 재생장치와 통합시키는 방법을 나타낸 블럭 처리 흐름도이다. 도 시된 실시형태는 도 1에서 설명했던 바와 같은 듀얼 라이저 접촉분해장치를 통합하는 실시형태이다. 제 1 라이저(2)와 제 2 라이저(4)가 각각 제 1 경질 원료(5)와 제 2 경질 원료(6)를 수용한다. 일 실시형태에서, 제 1 경질 원료(5)는 올레핀 원료이고 제 2 경질 원료(6)는 파라핀 원료이다. 일 실시형태에서, 제 1 경질 원료(5)는 혼합 C4를 포함하고, 제 2 경질 원료(6)는 경질 올레핀 나프타를 포함한다. 원하는 경우, 경질 올레핀 나프타와 같은 새로운 원료가 제 1 라이저(2)에 공급될 수 있고, 제 2 라이저(4)에는 C4, C5, 및/또는 C6 올레핀을 포함하는 원료, 예를 들어 이하에서 설명하는 가솔린 스플리터(gasoline splitter; 32)로부터 나오는 배출물 원료의 재생물이 공급된다.
촉매 분리후에(도 1 참조), FCC 제 1 라이저(2)와 제 2 라이저(4)로부터 나오는 배출물은 올레핀이 풍부한 원료(14)를 생산하기 위해 중질 나프타와 더 중질의 오일을 분리하는 분리장치(8)에 공급된다. 원료(14)는 분리 계획에 따라 약 100 kPa 내지 3500 kPa의 압력(범위의 예는 디프로파나이저(depropanizer)-제 1 계획에 있어서 100 kPa 내지 1500 kPa 임)으로 컴프레서(16)내에서 가압된다. 가압된 원료(18)는 분해된 가스 원료로부터 산화제, 산성 가스 및 다른 불순물을 제거하기 위해 장치(20)내에서 필요할 때 일반적으로 처리를 받고, 그 후에 드라이어(22)에서 일반적으로 건조된다. 유분화 순서는 바뀔 수 있지만, 건조된 원료(24)는 디프로파나이저(26)에 공급될 수 있는데, 이 디프로파나이저는 원료를 C4와 가솔린 성분을 함유하는 더 중질의 원료(28)와 C3와 더 경질의 성분을 함유하 는 더 경질의 원료(30)로 분리시키는 장치이다. 더 중질의 원료(28)는 가솔린 스플리터(32)로 공급되는데, 이 스플리터에서 원료는 제 2 라이저(4)에서 재생될 수 있는 C4, C5, 및/또는 C6 배출물 원료(36)와 가솔린 성분 원료(34)로 분리된다. 가솔린 성분 원료(34)는 안정화를 위해서 가솔린 수소처리장치(38)에 공급될 수 있거나, 또는 전체 또는 일부가 제 2 라이저(4)에서 재생될 수 있다.
도면에 도시된 실시형태에서, C6와 더 중질의 탄화수소를 함유하는 처리된 가솔린 원료(40)는 벤젠, 톨루엔, 및/또는 크실렌 성분의 회복을 위한 BTX 유니트(42)에 공급된다. 어느 종류의 종래 BTX 회복 유니트라도 적절하다. 대표적인 BTX 처리 유니트는 미국특허 6,004,452에 개시되어 있다. 도 2 에 도시된 실시형태에서, 라피네이트 재생 원료(44)는 제 2 라이저(4)에 공급된다. 대안적으로, 원료(44)는 열분해장치에서 재생될 수 있거나 또는 공정의 생성물일 수 있다.
디프로파나이저로부터 나온 더 경질의 원료(30)는 극저온 냉기 트레인(cryogenic chill train; 50)으로 공급되는 가압 원료(48)를 형성하기 위해 약 500 kPa 내지 약 1500 kPa의 압력으로 컴프레서(46)내에서 가압된다. 경질 원료(52)가 연료 가스, 즉 공정으로부터 생산된 제품으로서 수소 회복 등과 같은 추가적인 처리를 위해 냉기 트레인으로부터 제거된다. 냉기 트레인으로부터 나온 더 중질의 원료(54)는 올레핀 원료의 분리를 위한 연속적인 분리장치에 공급된다. 원료(54)는 경질 재생 원료(58)와 더 중질의 제품 원료(60)를 생산하는 디메타나이저(demethanizer; 56)에 공급될 수 있다. 경질 재생 원료(58)는 대안적으로 전체 또는 일부가 공정의 제품이 될 수 있다. 더 중질의 제품 원료(60)는 이 원료를 에틸렌을 함유하는 경질 성분 원료(64) 및 C3와 더 중질의 성분을 함유하는 더 중질의 원료(70)로 분리시키는 디에타나이저(deethanizer; 62)로 공급된다. 원료(64)는 증기 열분해 유니트에서 재생될 수 있는 에탄 원료(68)와 에틸렌 제품 원료(66)로 분리되거나, 또는 원료(64)는 공정의 제품이 될 수 있다. 디에타나이저(62)로부터 나온 더 중질의 원료(70)는 C3 스플리터(72)로 공급되는데, 이 스플리터에서 원료는 증기 열분해 유니트에서 재생될 수 있는 프로판 원료(76)와 프로필렌 제품 원료(74)로 분리되거나, 또는 이 원료(70)는 공정의 제품이 될 수 있다.
원하는 경우, 각각의 라인(80, 82)을 통해 적절한 코크스 전구체가 제 1 라이저(2) 및/또는 제 2 라이저(4)에 공급될 수 있다.
실시예 - 다음의 실시예는 예비적인 공학적 계산 뿐만 아니라 파일럿 플랜트와 실험실 테스트에 기초하고 있다. 실시예는 특정한 종류의 원료 분리에 의해 에틸렌과 프로필렌의 전체 수율을 개선하고 경질 원료로 열균형 작동을 개선하는데 있어서 듀얼 라이저 FCC 유니트의 신규한 작동을 나타내고 있다. 또한, 실시예는 라이저중 어느 하나의 라이저에서 특정한 원료를 사용함으로써 열균형을 유지하고 FCC 작동을 개선하는 것을 보여준다.
베이스 케이스 1 : 이 베이스 케이스 1에서, 2가지의 원료가 제공되는데, 고 르게 혼합된 C4인 원료와 경질 올레핀 나프타 원료이다. 혼합된 C4 원료는 전체 원료에서 68%를 차지하고 있다. 2개의 개별적인 원료의 조성은 아래의 표 1에 기재되어 있으며, 2개의 원료가 혼합되어 형성된 혼합물의 조성 또한 기재되어 있다.
표 1. 베이스 케이스 1 원료 조성
성분, 중량% 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 혼합된 혼합물
선형 부텐 70.00 1.06 47.94
이소 부텐 7.20 0.02 4.90
n-부탄 10.50 0.19 7.20
이소 부탄 12.30 0.05 8.38
선형 펜텐 32.93 10.54
이소 펜텐 2.76 0.88
선형 펜탄 3.95 1.26
이소 펜탄 9.57 3.06
C5-C10 나프텐 17.17 5.49
C6-C10 방향제 4.90 1.57
다른 C6 + 27.38 8.76
총합 100 100 100
혼합된 혼합물 원료는 탄화수소의 전체 중량에 기초하여 635℃의 라이저 온도, 15:1의 촉매-오일비, 10 중량%의 증기를 포함하여 에틸렌 + 프로필렌 생산을 극대화시키는데 이바지하는 최적의 조건에서 싱글 라이저 FCC로 보내진다. 그 결과는 아래의 표 2에 기재되어 있으며 FCC 라이저의 수율은 다음과 같다.
표 2. 베이스 케이스 1 혼합된 원료 라이저 배출물 수율
성분 중량%
에틸렌 9.32
프로필렌 21.70
총합(에틸렌 + 프로필렌) 31.02
실시예 1 : 혼합된 원료를 사용한 베이스 케이스 대신에 2가지의 다른 원료를 개별적으로 분해하는 효과를 나타내기 위해, 실시예 1에서는 듀얼 라이저 FCC 유니트가 사용된다. 혼합된 C4와 경질 올레핀 나프타 원료는 개별적으로 분해되지만, 다른 조건은 베이스 케이스와 유사하다. 베이스 케이스와 비교한 수율은 표 3에 기재되어 있다.
표 3. 듀얼 라이저 vs 싱글 라이저
변수 베이스 케이스 1 실시예 1 - 듀얼 라이저
라이저 싱글 라이저 라이저 1 라이저 2
원료 혼합 혼합 C4 경질 올레핀 나프타
라이저 온도(℃) 631 633 632
촉매 : 오일(중량) 15 : 1 15 : 1 15 : 1
증기(중량%) 10 10 10
에틸렌, 혼합 배출물중 중량% 9.32 12.91
프로필렌, 혼합 배출물중 중량% 21.70 22.93
전체 에틸렌 + 프로필렌, 배출물중 중량% 31.02 35.84
듀얼 라이저에서 개별적으로 분해하는 것이 에틸렌과 프로필렌 수율을 극대화할 수 있다. 상술한 실시예에서, 베이스 케이스와 비교해서 실시예 1의 듀얼 라이저 출구에서 약 15%의 에틸렌 + 프로필렌이 상대적으로 증가하였다.
특정한 종류의 탄화수소를 첨가함으로써 C4 성분이 반응하여 더 높은 수율을 발생시킬 수 있다. 기계학적으로, 원료 성분이 촉매의 활성 구역에 도달하는 것을 방해할 수 있는 특정한 종류의 화합물이 존재한다. 예를 들어, 혼합된 C4는 작은 분자 크기를 가지지만, 나프텐 또는 방향족과 같은 고리 화합물(ringed compound) 을 함유하지 않는다. 마찬가지로, C4 분자는 비교적 쉽게 분해되어 에틸렌과 프로필렌 수율을 향상시킬 수 있다.
이와 대조적으로, 경질 올레핀 나프타 원료는 혼합된 원료에서 함께 처리될 때 C4 성분의 더 유리한 반응을 방해할 수 있는 혼합 C4와 비교해서 촉매의 활성 구역상에서 더 쉽게 흡수할 수 있는 고리 화합물을 함유한다. 따라서, 혼합된 C4와 경질 올레핀 나프타를 듀얼 라이저에서 개별적으로 분해하는 것과 비교해서 C4/경질 올레핀 나프타의 혼합물이 에틸렌과 프로필렌 수율면에서 열등하다는 이러한 결과는 이러한 이론에 의해 설명될 수 있다.
공간적으로 차단하는 활성 구역에서 고리 화합물의 효과에 기초해서 이러한 실시예가 제공되었지만, 가지 화합물(branched compound), 알콜, 켄톤, 복수 고리 화합물, 경유와 잔류물과 같은 중질 원료 등이 유사한 효과를 가질 수 있다. 그런 경우, 이러한 원료는 더 쉽게 분해된 원료로부터 개별적으로 분해되어야 한다.
실시예 2 : 실시예 2는 시스템 열균형에 대해 경질 원료로 듀얼 라이저의 성능 향상을 보여준다. 실시예 1에서의 2가지 원료는 비교적 경질의 원료이고, 특별히 에틸렌과 프로필렌 수율을 극대화하는 조건에서 아주 적은 코크스가 형성된다. 최대의 에틸렌 + 프로필렌 수율에 도움이 되는 작동 조건을 검토해보면, 원료중 1 중량% 미만이 코크스로 변환된다. 따라서 전체적인 열 요구량을 만족시키기 위해 시스템에 열을 가하는 것이 필요하다. 한가지 방법은 전체적인 열균형 요구조건을 만족시키기 위해 연료를 리제네레이터에 공급해서 연소시키는 것이다. 전체 60,000 kg/hr의 새로운 원료 공급량에서, 시스템의 열균형을 유지하기 위해 실시예 1에서 전체 31 Gcal/hr의 연료가 필요하다. 이 연료는 유니트에서 제조된 연료 가스, 및 유니트에 공급된 연료 오일로서 균일하게 분리되어 공급될 수 있다.
시스템에 열을 제공하는 다른 수단은 라이저중 어느 하나, 즉 실시예 1에서는 경질 올레핀 나프타가 공급된 라이저에 코크스 전구체를 주입하는 것이다. 예를 들어, 부타디엔과 같은 디올레핀 물질이 제 1 코크스를 만들기 위해 상당한 성향을 갖지만 FCC 분해 조건에서 부분적으로 방향제에도 반응할 수 있다. 부타디엔의 50%가 라이저 반응장치내에서 코크스로 변환될 수 있다. 그런 경우, 실시예 1의 외부 열균형 요구조건의 약 절반을 만족시키기 위해 약 2,000 kg/hr의 부타디엔을 주입해서 충분한 코크스를 형성할 수 있고, 이에 의해 표 4에 기재된 바와 같이 리제네레이터에 연료 가스를 공급할 필요가 없다.
표 4. 부타디엔 코크스 전구체에 의한 시스템 열균형
실시예 1 실시예 2
코크스 전구체 없음 부타디엔
라이저 라이저 1 라이저 2 라이저 1 라이저 2
원료 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 + 15 중량% 부타디엔
라이저 온도(℃) 633 632 633 632
촉매 : 오일, (중량) 15 : 1 15 : 1 15 : 1 15 : 1
증기, 중량% 10 10 10 10
시스템 열균형
델타 코크스, 중량% 1 1.5
코크스, Gcal/hr 15.5 23.25
연료 가스, Gcal/hr 7.75 0
연료 오일, Gcal/hr 7.75 7.75
전체 열량, Gcal/hr 31 31
이러한 공정 수정은 연료 가스를 위한 가스 주입 링을 제거함으로써 리제네레이터를 더 간단하고 비용이 덜 소비되도록 만들 수 있다. 또한, 부타디엔으로부터 높은 방향제를 생산하는 것이 에틸렌과 프로필렌에 더 유리한 반응을 억제하는 것이기 때문에, 혼합 C4를 갖는 라이저에 부타디엔이 주입되어서는 안된다. 대안으로서, 부타디엔은 고리 화합물을 이미 함유하고 있는 원료(예를 들어, 경질 올레핀 나프타)를 갖는 라이저에 주입되어야 한다.
실시예 3 : 코크스 전구체를 유도하는 다른 원료가 사용될 수 있다. 실시예 1과 2에서, 원료들중 하나는 종래의 증기 분해 작동으로부터 부분적으로 얻어지는 경질 올레핀 나프타이다. 이러한 원료는 본래 에틸렌과 프로필렌 수율을 증가시키기 위해 C5 모노올레핀에 선택적으로 수소를 첨가한 C5 디올레핀을 다량 함유했다. C5 디올레핀은 초기 원료의 수소 첨가 정도를 제한하거나 또는 선택적으로 수소 첨가된 원료와 초기 원료를 혼합함으로써 경질 올레핀 원료에 제공될 수 있었다. C5 디올레핀은 열균형 목적을 위한 코크스를 형성하기 위해 라이저에 부타디엔을 주입하는 동일한 목적을 수행한다.
실시예 2-3에서 시뮬레이션을 위한 전체 원료는 60,000 kg/hr, 이었고, 그 중 19,200 kg/hr은 수율을 개선하기 위해 0.1 중량% 미만의 C5 디올레핀에 선택적으로 수소가 첨가된 경질 올레핀 나프타였다. 그러나, 선택적인 수소첨가 유니트의 가혹성은 감소될 수 있고, 이에 의해 더 많은 C5 디올레핀이 원료내에 잔류할 수 있다. 경질 올레핀 나프타 원료중 10-12 중량% 레벨의 C5 디올레핀에 의해 표 5에 기재된 바와 같이 열균형에 관한 효과가 실시예 3과 유사하다.
표 5. C 5 디올레핀 코크스 전구체에 의한 시스템 열균형
실시예 1 실시예 3
코크스 전구체 없음 C5 디올레핀
라이저 라이저 1 라이저 2 라이저 1 라이저 2
원료 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 + 11 중량% C5 디올레핀
라이저 온도(℃) 633 632 633 632
촉매 : 오일, (중량) 15 : 1 15 : 1 15 : 1 15 : 1
증기, 중량% 10 10 10 10
시스템 열균형
델타 코크스, 중량% 1 1.5
코크스, Gcal/hr 15.5 23.25
연료 가스, Gcal/hr 7.75 0
연료 오일, Gcal/hr 7.75 7.75
전체 열량, Gcal/hr 31 31
실시예 4 : 감압 경유와 잔류물은 에틸렌과 프로필렌 생산에 유리한 FCC 조건에서 원료에 기초하여 약 15%의 코크스를 다량 형성한다. 이에 의해, 열균형 목적을 위한 코크스 형성에 있어서 도움이 되기 위해 듀얼 라이저중 어느 하나의 라 이저에 중질 원료도 공급될 수 있다. 표 6 참조.
표 6. 중질 오일 코크스 전구체에 의한 시스템 열균형
실시예 1 실시예 3
코크스 전구체 없음 중질 오일
라이저 라이저 1 라이저 2 라이저 1 라이저 2
원료 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 혼합된 C4 경질 올레핀 나프타 + 15 중량% 잔류물
라이저 온도(℃) 633 632 633 632
촉매 : 오일, (중량) 15 : 1 15 : 1 15 : 1 15 : 1
증기, 중량% 10 10 10 10
시스템 열균형
델타 코크스, 중량% 1 1.5
코크스, Gcal/hr 15.5 23.25
연료 가스, Gcal/hr 7.75 0
연료 오일, Gcal/hr 7.75 7.75
전체 열량, Gcal/hr 31 31
실시예 5 : 에틸렌과 프로필렌 수율은 원료의 특성 때문에 다른 조건에서 작동하는 듀얼 라이저 FCC 유니트에 의해 증가될 수 있다. 상술한 실시예 1은 혼합 된 C4 올레핀 원료와 고리 화합물을 함유하는 올레핀 나프타 원료로 실시되었다. 올레핀 원료가 파라핀 원료와 다른 분해 특성을 가진다는 것이 추가로 발견되었다. 예를 들어, 높은 올레핀 원료가 적당한 조건으로 FCC 라이저 반응장치내에서 에틸렌과 프로필렌의 생산을 극대화하도록 분해될 수 있다는 것이 발견되었다. 다량의 희석액을 첨가함으로써 탄화수소 부분 압력을 감소시킬 필요가 없고, 촉매/오일비를 증가시킬 필요가 없거나, 또는 높은 라이저 출구 온도를 가질 필요가 없다.
이와 대조적으로, 파라핀 원료는 FCC 라이저 반응장치에서 더 안정하며 또한 에틸렌과 프로필렌으로 변환하기가 더 어렵다. 주로 파라핀 원료는 에틸렌 + 프로필렌 수율을 극대화하기 위해 올레핀 원료와 비교해서 더 높은 온도, 더 높은 촉매/오일비, 및 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 필요로 한다.
예로서, 도 3은 일반적인 프로필렌-최대 작동 조건(올레핀 원료는 오일의 중량에 대해 0.1%의 증기를 갖고 15 : 1의 촉매-오일비를 가지며; 파라핀 원료는 오일의 중량에 대해 0.5%의 증기를 갖고 23 : 1의 촉매-오일비를 가짐)에서 파라핀 원료와 올레핀 원료 사이에서 라이저 온도의 함수로서 프로필렌 + 에틸렌 수율을 비교하는 그래프이다. 도 3은 표 7에 기재한 바와 같이 90%의 파라핀을 함유하는 원료와 비교해서 68%의 올레핀을 함유하는 원료에 대한 에틸렌 + 프로필렌 수율을 도시한다.
표 7. 파라핀/올레핀 원료 조성
원료 성분(중량%) 파라핀 원료 올레핀 원료 혼합물
C3 0.02 0.41 0.22
부타디엔 0.03 0.02
선형 부텐 0.05 41.48 20.77
이소부텐 26.42 13.21
n-부탄 1.83 8.01 4.92
이소부탄 0.57 23.65 12.11
선형 펜텐 1.48 0.74
이소펜텐
선형 펜탄 16.23 8.12
이소펜탄 14.47 7.24
C5-C10 나프텐 0.92 0.46
C6-C9 올레핀 2.40 1.20
C6-C9 파라핀 51.08 25.54
C6-C9 방향제 2.78 1.39
다른 C6+ 8.17 4.09
총합 100.00 100.00 100.00
주로 올레핀 원료와 주로 파라핀 원료를 함께 혼합하면 싱글 라이저로 열등한 결과가 나타날 것이다. 올레핀 원료로부터 수율을 극대화하기 위해 싱글 라이저 반응장치가 작동되면, 파라핀 원료 성분은 낮은 성능으로 분해되고 불충분한 전체 에틸렌 + 프로필렌 수율이 제공될 것이다. 반대로, 파라핀 원료로부터 수율을 극대화하기 위해 싱글 라이저 반응장치가 작동되면, 올레핀 원료는 높은 성능으로 분해되고 마찬가지로 에틸렌 + 프로필렌 수율은 감소할 것이다. 이 실시예에서 해결책은 각 라이저에 특정한 원료를 위한 상이한 작동 조건에서 최적화된 각 라이저에 의한 듀얼 라이저 디자인이며, 표 8에 기재된 바와 같다.
표 8. 파라핀/올레핀 원료를 위한 개별 라이저
변수 베이스 케이스 2 실시예 5 - 듀얼 라이저
라이저 싱글 라이저 라이저 1 라이저 2
원료 혼합 파라핀 원료 올레핀 원료
라이저 온도(℃) 659 677 633
촉매 : 오일(중량) 19 : 1 23 : 1 15 :1
증기(중량%) 30 50 10
에틸렌, 혼합 배출물중 중량% 11.73 12.92
프로필렌, 혼합 배출물중 중량% 18.76 20.08
전체 에틸렌 + 프로필렌, 배출물중 중량% 30.49 33.00
실시예 6 : 실시예 5는 다른 공급원으로부터 2가지의 다른 원료가 듀얼 라이저 FCC 유니트에 공급될 때 발생할 수 있다. 이러한 상황은 FCC 유니트에 오직 하나의 순 원료가 존재할 때 또한 발생할 수 있다. 이러한 경우에 있어서, 원료중 많은 양의 올레핀이 변환된다 하더라도, 라이저 반응장치로부터 발생한 배출물은 반응장치로 재생될 수 있는 탄화수소를 여전히 함유한다. 재생 작동 모드에서, 특정한 종류의 탄화수소가 재생 루프에서 축적될 것이고, 특별히 이들 탄화수소의 변환이 올레핀의 변환과 비교해서 비교적 낮은 경우에 축적될 것이다.
실시예 6에서, 52 중량%의 올레핀을 갖는 C5-C8 성분으로 주로 구성된 새로 운 원료가 FCC 라이저 반응장치에 보내진다. 그 결과 발생하는 반응장치 배출물은 에틸렌과 프로필렌의 최종 수율을 증가시키기 위해 반응장치로 재생될 수 있는 혼합 C4, 혼합 C5, C6 비방향족 원료가 여전히 존재한다는 것을 보여준다. C4, C5, 및 C6 재생 원료 성분은 일정한 상태의 속도로 축적될 것이고 또한 오직 약 32 중량%의 올레핀 조성으로 축적될 것이다. 새로운 원료는 52%의 올레핀을 함유하는 반면에 재생 원료는 표 9에 기재된 바와 같이 32%를 함유한다.
표 9. 실시예 6 올레핀/재생 원료 조성
원료 성분(중량%) 새로운 올레핀 원료 일정한 상태 재생 원료 혼합물
C3 0.02 0.41 0.22
부타디엔 0.03 0.02
선형 부텐 5.59 3.4 4.60
이소부텐 14.0 6.35
n-부탄 0.91 9.8 4.94
이소부탄 2.11 5.6 3.69
선형 펜텐 34.65 7.9 22.52
이소펜텐 0.00
선형 펜탄 8.48 11.5 9.85
이소펜탄 23.53 32.8 27.73
C5-C10 나프텐 0.93 0.51
C6-C9 올레핀 11.55 6.3 9.17
C6-C9 파라핀 9.07 6.2 7.77
C6-C9 방향제 0.23 2.5 1.26
다른 C6+ 2.95 1.61
총합 100 100 100
2가지의 원료는 실시예 5에서 설명했던 원리에 따라 각 라이저에서 작동을 극대화하기 위해 다른 조건하에서 개별적으로 분해된다. 전체적인 프로필렌 + 에틸렌 수율은 재생 원료와 새로운 원료를 동일한 라이저에 공급하는 방식에 비해 증가한다.
표 10. 올레핀 원료/재생 원료를 위한 개별 라이저
변수 베이스 케이스 3 실시예 6 - 듀얼 라이저
라이저 싱글 라이저 라이저 1 라이저 2
원료 혼합 새로운 올레핀 재생물
라이저 온도(℃) 635 632 651
촉매 : 오일(중량) 23 : 1 16 : 1 22 :1
증기(중량%) 10 10 10
에틸렌, 혼합 배출물중 중량% 10.17 10.87
프로필렌, 혼합 배출물중 중량% 16.64 18.56
전체 에틸렌 + 프로필렌, 배출물중 중량% 26.81 29.43
본원에서 설명한 유동접촉분해 공정은 분해 작동과 석유화학제품 유도체 처리 작동을 일체로 형성하기 위한 장치에서 사용될 수 있다.
실시형태를 참고로 본 발명을 설명하였지만, 실시형태는 본원에서 설명한 구 조 이외의 형태로 실시될 수 있으며 본 발명의 범위내에 존재한다는 것을 이해해야 한다.
상세한 설명은 첨부한 도면을 참조하여 더 잘 이해될 것이다.
도 1은 복합 경질 원료를 처리하는데 사용될 수 있는 듀얼 라이저 FCC 반응장치의 개략도.
도 2는 하류 처리로부터 하나 이상의 리사이클 장치와 듀얼 라이저 FCC 반응장치를 통합시키는 방법의 블록 처리 흐름도.
도 3은 일반적인 프로필렌-극대화 작동 조건(올레핀 원료의 경우 오일 중량 대비 0.1%의 증기와 15 : 1의 촉매-오일비를 가지며; 파라핀 원료의 경우 오일 중량 대비 0.5%의 증기와 23 : 1의 촉매-오일비를 가짐)에서 파라핀 원료와 올레핀 원료 사이의 라이저 온도 함수로서 프로필렌 + 에틸렌 수율의 비교도.

Claims (20)

  1. 듀얼 라이저 FCC 공정에 있어서,
    에틸렌, 프로필렌, 또는 그 혼합물이 풍부한 제 1 배출물을 형성하기 위해 제 1 라이저 FCC 조건하에서 제 1 탄화수소 원료를 제 1 라이저에서 분해하는 단계;
    에틸렌, 프로필렌, 또는 그 혼합물이 풍부한 제 2 배출물을 형성하기 위해 제 2 라이저 FCC 조건하에서 제 2 탄화수소 원료를 제 2 라이저에서 분해하는 단계로서, 제 1 탄화수소 원료와 제 2 탄화수소 원료는 서로 다르고 제 1 라이저 FCC 조건과 제 2 라이저 FCC 조건은 에틸렌, 프로필렌 또는 그 혼합물의 제조를 돕기 위해 독립적으로 선택되는 분해 단계;
    제 1 라이저 FCC 배출물과 제 2 라이저 FCC 배출물로부터 촉매를 회복하고 가스를 분리하는 단계;
    고온의 재생된 촉매를 얻기 위해 리제네레이터에서 코크스를 연소시킴으로써 회복된 촉매를 재생하는 단계;
    연속적인 작동 모드를 유지하기 위해 고온의 재생된 촉매를 제 1 라이저와 제 2 라이저로 재순환시키는 단계를 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  2. 제 1 항에 있어서, 제 1 탄화수소 원료는, 경질 파라핀 나프타, 중질 파라핀 나프타, 경질 올레핀 나프타, 중질 올레핀 나프타, 혼합 파라핀 C4, 혼합 올레핀 C4, 혼합 파라핀 C5, 혼합 올레핀 C5, 혼합 파라핀과 시클로파라핀 C6, 방향족 추출 유니트에서 형성된 라피네이트, 산화제, 및 그 혼합물로 구성되는 군으로부터 선택되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  3. 제 1 항에 있어서, 제 2 탄화수소 원료는, 경질 파라핀 나프타, 중질 파라핀 나프타, 경질 올레핀 나프타, 중질 올레핀 나프타, 혼합 파라핀 C4, 혼합 올레핀 C4, 혼합 파라핀 C5, 혼합 올레핀 C5, 혼합 파라핀과 시클로파라핀 C6, 방향족 추출 유니트에서 형성된 라피네이트, 산화제, 및 그 혼합물로 구성되는 군으로부터 선택되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  4. 제 1 항에 있어서, 제 1 라이저 FCC 조건과 제 2 라이저 FCC 조건은 서로 다르고, 그 다른 조건은 온도, 촉매-오일비, 탄화수소 부분 압력, 증기-오일비, 체류 시간, 또는 그 조합으로부터 선택되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  5. 제 4 항에 있어서, 제 1 탄화수소 원료는 올레핀이고 제 2 탄화수소 원료는 파라핀이며, 제 2 라이저 FCC 조건은 제 1 라이저 FCC 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  6. 제 5 항에 있어서, 제 2 탄화수소 원료는 분리된 가스로부터 회복된 재생 원료를 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  7. 제 6 항에 있어서, 상기 재생 원료는 4 내지 12개의 탄소 원자를 갖는 시클로파라핀 탄화수소 및 파라핀을 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  8. 제 1 항에 있어서, 상기 회복된 촉매를 재생하는 단계는 일정한 상태의 열균형을 유지하기 위해 리제네레이터에 공급된 추가 연료를 연소시키는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  9. 제 8 항에 있어서, 상기 추가 연료는 연료 오일 또는 연료 가스를 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  10. 제 1 항에 있어서, 새 탄화수소 원료의 100 중량부에 코크스 전구체 1~40 중량부의 비로 각각 제 1 또는 제 2 탄화수소 원료를 가진 제 1 또는 제 2 라이저에 코크스 전구체를 공급하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  11. 제 10 항에 있어서, 상기 코크스 전구체는 아세틸렌, 치환 아세틸렌, 디올레핀, 및 그 혼합물로 구성되는 군으로부터 선택된 물질을 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  12. 제 11 항에 있어서, 모노올레핀과 1 내지 15 중량%의 디올레핀을 포함하는 제 1 탄화수소 원료를 얻기 위해 디올레핀이 풍부한 원료에 부분적으로 수소를 첨가함으로써 제 1 탄화수소 원료를 제조하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  13. 제 10 항에 있어서, 상기 코크스 전구체는 중질 탄화수소 원료를 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  14. 제 10 항에 있어서, 상기 코크스 전구체는 방향제 또는 방향제 전구체를 포함하고, 제 1 탄화수소 원료는 올레핀이고 제 2 탄화수소 원료는 파라핀이며, 제 2 라이저 FCC 조건은 제 1 라이저 FCC 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함하고, 상기 코크스 전구체는 제 1 라이저에 공급되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  15. 제 10 항에 있어서, 상기 코크스 전구체는 왁스 경유를 포함하고, 제 1 탄화수소 원료는 올레핀이고 제 2 탄화수소 원료는 파라핀이며, 제 2 라이저 FCC 조건 은 제 1 라이저 FCC 조건보다 더 높은 온도, 더 높은 촉매-오일비, 및 더 낮은 탄화수소 부분 압력을 포함하고, 상기 코크스 전구체는 제 2 라이저에 공급되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  16. 제 10 항에 있어서, 탄화수소 원료로부터 회복된 촉매상의 코크스는 그 자체적으로는 불충분하고, 코크스 전구체를 공급함으로써 추가적으로 코크스가 형성되며, 상기 재생 단계는 일정한 상태의 열균형을 유지하기 위해 리제네레이터에 공급된 추가 연료를 연소시키는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  17. 제 10 항에 있어서, 탄화수소 원료로부터 회복된 촉매상의 코크스는 그 자체적으로는 불충분하고, 코크스 전구체의 공급은 일정한 상태의 열균형을 유지하기 위해 추가적인 코크스를 형성할 수 있는 양으로 조절되는 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  18. 제 1 항에 있어서, 조절된 원료를 형성하기 위해 제 1 배출물과 제 2 배출물로부터 산화제, 산성 가스, 물 또는 그 혼합물을 제거하여 분리된 가스를 조절하는 단계;
    조절된 원료를 적어도 부생가스 원료, 에틸렌 제품 원료, 프로필렌 제품 원 료, 에탄, 프로판, 또는 그 혼합물을 포함하는 원료, C4 내지 C6 올레핀과 그 혼합물로부터 선택된 올레핀을 포함하는 중간 원료, 및 C6과 더 높은 탄화수소를 포함하는 중질 원료로 분리하는 단계;
    중간 원료를 제 1 라이저로 재생하는 단계; 및
    중질 원료를 제 2 라이저로 선택적으로 재생하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  19. 제 18 항에 있어서, 상기 제 1 및 제 2 배출물은 공통의 조절 유니트에서 함께 혼합되고 조절되는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
  20. 제 18 항에 있어서, 수소처리된 원료를 얻기 위해 중질 원료를 수소처리하는 단계;
    방향제가 희박한 라피네이트 원료를 얻기 위해 벤젠, 톨루엔, 크실렌 또는 그 혼합물을 포함하는 제품 원료를 수소처리된 원료로부터 추출하는 단계; 및
    상기 라피네이트 원료를 제 2 라이저로 재생하는 단계를 더 포함하는 것을 특징으로 하는 듀얼 라이저 FCC 공정.
KR1020070080249A 2006-08-11 2007-08-09 경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저ｆｃｃ 반응장치 공정 KR101324006B1 (ko)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US11/503,042 2006-08-11
US11/503,042 US7491315B2 (en) 2006-08-11 2006-08-11 Dual riser FCC reactor process with light and mixed light/heavy feeds

Publications (2)

Publication Number Publication Date
KR20080014665A true KR20080014665A (ko) 2008-02-14
KR101324006B1 KR101324006B1 (ko) 2013-11-01

Family

ID=39049591

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
KR1020070080249A KR101324006B1 (ko) 2006-08-11 2007-08-09 경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저ｆｃｃ 반응장치 공정

Country Status (7)

Country Link
US (1) US7491315B2 (ko)
EP (1) EP2049622B1 (ko)
JP (1) JP5197597B2 (ko)
KR (1) KR101324006B1 (ko)
CN (1) CN101522866B (ko)
BR (1) BRPI0716398B1 (ko)
WO (1) WO2008020923A1 (ko)

Families Citing this family (89)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US7687671B2 (en) * 2005-12-05 2010-03-30 Uop Llc Integrated oxygenate conversion and product cracking
US7883618B2 (en) * 2008-02-28 2011-02-08 Kellogg Brown & Root Llc Recycle of olefinic naphthas by removing aromatics
WO2010067379A2 (en) 2008-12-10 2010-06-17 Reliance Industries Limited A fluid catalytic cracking (fcc) process for manufacturing propylene and ethylene in increased yield
US8137631B2 (en) * 2008-12-11 2012-03-20 Uop Llc Unit, system and process for catalytic cracking
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
WO2010101686A2 (en) * 2009-03-04 2010-09-10 Uop Llc Process for preventing metal catalyzed coking
US8124020B2 (en) * 2009-03-04 2012-02-28 Uop Llc Apparatus for preventing metal catalyzed coking
US8124822B2 (en) * 2009-03-04 2012-02-28 Uop Llc Process for preventing metal catalyzed coking
US9284495B2 (en) * 2009-03-20 2016-03-15 Uop Llc Maintaining catalyst activity for converting a hydrocarbon feed
WO2010113174A1 (en) * 2009-03-30 2010-10-07 Indian Oil Corporation Limited A fluidized catalytic cracking process
CN101544909B (zh) * 2009-04-20 2013-03-13 祁怡钢 催化裂解装置和常减压装置低温热回收利用工艺和系统
CN102041085A (zh) * 2009-10-23 2011-05-04 中国石油化工集团公司 一种劣质汽油脱硫降烯烃的方法
US8506891B2 (en) * 2009-11-09 2013-08-13 Uop Llc Apparatus for recovering products from two reactors
US8414763B2 (en) * 2009-11-09 2013-04-09 Uop Llc Process for recovering FCC product
WO2011056691A2 (en) * 2009-11-09 2011-05-12 Uop Llc Process and apparatus for recovering products from two reactors
US8231847B2 (en) * 2009-11-09 2012-07-31 Uop Llc Apparatus for recovering FCC product
US8354018B2 (en) * 2009-11-09 2013-01-15 Uop Llc Process for recovering products from two reactors
US8128879B2 (en) 2010-03-31 2012-03-06 Uop Llc Apparatus for increasing weight of olefins
US8471084B2 (en) 2010-03-31 2013-06-25 Uop Llc Process for increasing weight of olefins
BR112012024901A2 (pt) 2010-03-31 2021-07-20 Indian Oil Corporation Limited processo para o craqueamento simultâneo de hidrocarbonetos mais leves e mais pesados e sistema para o mesmo
US8618012B2 (en) 2010-04-09 2013-12-31 Kellogg Brown & Root Llc Systems and methods for regenerating a spent catalyst
US8618011B2 (en) 2010-04-09 2013-12-31 Kellogg Brown & Root Llc Systems and methods for regenerating a spent catalyst
US8251227B2 (en) 2010-04-16 2012-08-28 Kellogg Brown & Root Llc Methods and apparatus for separating particulates from a particulate-fluid mixture
US8415264B2 (en) 2010-04-30 2013-04-09 Uop Llc Process for regenerating catalyst in a fluid catalytic cracking unit
US8157895B2 (en) 2010-05-04 2012-04-17 Kellogg Brown & Root Llc System for reducing head space in a pressure cyclone
FR2959748B1 (fr) * 2010-05-06 2012-05-18 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique avec recycle d'une coupe olefinique prelevee en amont de la section de separation des gaz afin de maximiser la production de propylene.
CN102250641B (zh) * 2010-05-17 2014-08-20 宁波科元塑胶有限公司 一种最大限度制乙烯、丙烯的方法和装置
US8506795B2 (en) 2010-06-04 2013-08-13 Uop Llc Process for fluid catalytic cracking
US20130172173A1 (en) 2010-07-08 2013-07-04 Indian Oil Corporation Ltd. Upflow regeneration of fcc catalyst for multi stage cracking
US9434892B2 (en) 2010-07-08 2016-09-06 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus
CN102373079B (zh) * 2010-08-19 2013-11-06 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
US8754281B2 (en) * 2010-08-25 2014-06-17 Uop Llc Energy conservation in heavy-hydrocarbon distillation
US8747654B2 (en) 2010-12-03 2014-06-10 Uop Llc Process for recovering catalytic product
US8889942B2 (en) * 2010-12-23 2014-11-18 Kellogg Brown & Root Llc Integrated light olefin separation/cracking process
US20120312722A1 (en) 2011-06-10 2012-12-13 Uop, Llc Process for fluid catalytic cracking
RU2014103008A (ru) * 2011-06-30 2015-08-10 Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. Способ проведения каталитического крекинга с использованием двух лифт-реакторов для получения среднего дистиллята и низших олефинов
FR2977257B1 (fr) * 2011-06-30 2015-01-02 Total Raffinage Marketing Procede de craquage catalytique pour le traitement d'une coupe a faible carbone conradson.
WO2013003514A1 (en) * 2011-06-30 2013-01-03 Shell Oil Company A dual riser catalytic cracking process for making middle distillate and lower olefins
US9238600B2 (en) 2011-12-14 2016-01-19 Uop Llc Dual riser catalytic cracker for increased light olefin yield
AU2012369895B2 (en) 2012-02-14 2015-11-12 Reliance Industries Ltd. A process for catalytic conversion of low value hydrocarbon streams to light olefins
US9446364B2 (en) 2012-02-23 2016-09-20 Kellogg Brown & Root Llc Surge drum mixing system
US8691077B2 (en) 2012-03-13 2014-04-08 Uop Llc Process for converting a hydrocarbon stream, and optionally producing a hydrocracked distillate
US8864979B2 (en) 2012-03-21 2014-10-21 Uop Llc Process and apparatus for fluid catalytic cracking
EP2867336B1 (de) * 2012-08-09 2015-11-04 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zur umsetzung von kohlenwasserstoffeinsätzen durch thermisches dampfspalten
US9745519B2 (en) 2012-08-22 2017-08-29 Kellogg Brown & Root Llc FCC process using a modified catalyst
US20140275675A1 (en) * 2013-03-13 2014-09-18 Kellogg Brown & Root Llc Dual riser fluid bed process and reactor
US9370758B2 (en) 2013-03-26 2016-06-21 Uop Llc Process for transferring catalyst and an apparatus relating thereto
US9982204B2 (en) 2013-06-13 2018-05-29 Uop Llc Process for producing a chemical feedstock and apparatus relating thereto
US20150005553A1 (en) * 2013-06-26 2015-01-01 Uop Llc Dual Riser Vortex Separation System
EP3041917B1 (de) * 2013-09-05 2017-10-25 Linde Aktiengesellschaft Verfahren zur erzeugung von kohlenwasserstoffprodukten
US20150136647A1 (en) * 2013-11-21 2015-05-21 Kellogg Brown & Root Llc Reactor and main fractionator configuration for producing diesel
FR3016370B1 (fr) 2014-01-10 2017-06-16 Ifp Energies Now Procede de craquage catalytique permettant une valorisation amelioree des calories des fumees de combustion.
FR3019555B1 (fr) * 2014-04-07 2016-04-29 Ifp Energies Now Procede de production d'olefines legeres et de btx faisant appel a une unite de craquage catalytique ncc traitant une charge de type naphta, a une unite de reformage catalytique et a un complexe aromatique
US9527054B2 (en) * 2014-05-09 2016-12-27 Uop Llc Apparatuses and methods for cracking hydrocarbons
CN105238438B (zh) * 2015-10-08 2017-08-29 李永超 一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法
JP6693826B2 (ja) * 2016-07-20 2020-05-13 Ｊｘｔｇエネルギー株式会社 低級オレフィン及び炭素数６〜８の単環芳香族炭化水素の製造方法、低級オレフィン及び炭素数６〜８の単環芳香族炭化水素の製造装置
US10604460B2 (en) 2016-10-19 2020-03-31 Ecocatalytic Inc. Oxidative cocracking of hydrocarbons to olefins
CN110072973A (zh) * 2016-12-14 2019-07-30 埃克森美孚研究工程公司 在流化催化裂化器中转化含氧化合物的方法
EP3592828B1 (en) * 2017-03-09 2021-11-03 SABIC Global Technologies B.V. Integration of catalytic cracking process with crude conversion to chemicals process
AR111237A1 (es) 2017-03-13 2019-06-19 Dow Global Technologies Llc Métodos y aparatos para formar olefinas ligeras por craqueo
AR111124A1 (es) 2017-03-13 2019-06-05 Dow Global Technologies Llc Métodos para fabricar olefinas ligeras a partir de corrientes de alimentación diferentes
US10323196B2 (en) 2017-03-17 2019-06-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Methods and systems for producing gasoline from light paraffins
US10870802B2 (en) 2017-05-31 2020-12-22 Saudi Arabian Oil Company High-severity fluidized catalytic cracking systems and processes having partial catalyst recycle
US10954453B2 (en) 2018-05-02 2021-03-23 Technip Process Technology, Inc. Maximum olefins production utilizing multi-stage catalyst reaction and regeneration
FR3090684B1 (fr) * 2018-12-19 2021-08-27 Ifp Energies Now Conversion d’un brut pétrolier en lit fluidisé, avec zones de différents temps de contact
US20220356405A1 (en) * 2019-07-31 2022-11-10 Sabic Global Technologies B.V. High-density fluidized bed systems heat balance
WO2021024068A1 (en) 2019-08-05 2021-02-11 Sabic Global Technologies B.V. Dense phase riser to maximize light olefins yields for naphtha catalytic cracking
US12060528B2 (en) 2019-08-05 2024-08-13 Sabic Global Technologies B.V. Multiple dense phase risers to maximize light olefins yields for naphtha catalytic cracking
US11591527B2 (en) * 2019-10-22 2023-02-28 ExxonMobil Technology and Engineering Company Processes for producing high octane reformate having high C5+ yield
KR20220113809A (ko) * 2019-12-19 2022-08-16 켈로그 브라운 앤드 루트 엘엘씨 올레핀 생산을 목적으로 하는 접촉 분해 유닛을 위한 분리벽형 증류탑 및/또는 종래의 칼럼을 이용하여 공급물을 제조하는 프로세스
US11807817B2 (en) * 2020-05-12 2023-11-07 Uop Llc Process for recycling supplemental fuel for regenerating catalyst
BR102020016971A2 (pt) * 2020-08-20 2022-03-03 Petróleo Brasileiro S.A. - Petrobras Processo para obtenção de aromáticos e corrente aromática
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
US11505754B2 (en) 2020-09-01 2022-11-22 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products from atmospheric residues
US11230672B1 (en) * 2020-09-01 2022-01-25 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking
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
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
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
WO2022096996A1 (en) 2020-11-04 2022-05-12 Sabic Global Technologies B.V. Process for producing olefins and aromatics through hydro pyrolysis and coke management
EP4337747A1 (en) 2021-05-14 2024-03-20 ExxonMobil Technology and Engineering Company Products from fcc processing of high saturates and low heteroatom feeds
CN113462428B (zh) * 2021-07-07 2022-11-25 中国石油大学(华东) 一种原油双管并联多区催化转化制化学品的方法
US11629299B1 (en) 2022-01-07 2023-04-18 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize a riser and a downer with shared catalyst regenerator
US11820950B1 (en) 2022-06-16 2023-11-21 Saudi Arabian Oil Company Conversion of whole crude to value added petrochemicals in an integrated reactor process
US11851622B1 (en) 2022-07-15 2023-12-26 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing a hydrocarbon oil feed stream utilizing a gasification unit and steam enhanced catalytic cracker
US11939541B2 (en) 2022-07-15 2024-03-26 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing a hydrocarbon oil feed stream utilizing a delayed coker, steam enhanced catalytic cracker, and an aromatics complex
US11959031B2 (en) 2022-09-19 2024-04-16 Saudi Arabian Oil Company Conversion of whole crude to value added petrochemicals in an integrated reactor process
US20240286977A1 (en) 2023-02-10 2024-08-29 Exelus Inc. Multifunctional catalyst for naphtha cracking

Family Cites Families (31)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3407789A (en) * 1966-06-13 1968-10-29 Stone & Webster Eng Corp Heating apparatus and process
US3647682A (en) * 1968-10-23 1972-03-07 Union Carbide Corp Olefin production by the catalytic treatment of hydrocarbons
US3820955A (en) * 1970-01-19 1974-06-28 Stone & Webster Eng Corp Horizontal high severity furnace
US3785782A (en) * 1970-01-26 1974-01-15 Standard Oil Co Catalytic petroleum conversion apparatus
US3758403A (en) * 1970-10-06 1973-09-11 Mobil Oil Olites catalytic cracking of hydrocarbons with mixture of zsm-5 and other ze
PL84077B1 (ko) * 1971-09-16 1976-02-28 Universal Oil Products
US3856659A (en) * 1972-12-19 1974-12-24 Mobil Oil Corp Multiple reactor fcc system relying upon a dual cracking catalyst composition
US4311579A (en) * 1979-11-01 1982-01-19 Engelhard Minerals & Chemicals Corporation Preparation of FCC charge by selective vaporization
US4499055A (en) * 1981-09-14 1985-02-12 Exxon Research & Engineering Co. Furnace having bent/single-pass tubes
US4419221A (en) * 1981-10-27 1983-12-06 Texaco Inc. Cracking with short contact time and high temperatures
USRE33728E (en) * 1981-11-24 1991-10-29 Total Engineering And Research Company Method for catalytically converting residual oils
US4404095A (en) * 1982-07-22 1983-09-13 Mobil Oil Corporation Method and means for separating gaseous materials from finely divided catalyst particles
US4828679A (en) * 1984-03-12 1989-05-09 Mobil Oil Corporation Octane improvement with large size ZSM-5 catalytic cracking
EP0259156A1 (en) * 1986-09-03 1988-03-09 Mobil Oil Corporation Process for fluidized catalytic cracking with reactive fragments
CN1004878B (zh) * 1987-08-08 1989-07-26 中国石油化工总公司 制取低碳烯烃的烃类催化转化方法
US4814067A (en) * 1987-08-11 1989-03-21 Stone & Webster Engineering Corporation Particulate solids cracking apparatus and process
JPH03504989A (ja) * 1989-03-24 1991-10-31 モービル・オイル・コーポレイション 触媒混合物を使用するマルチライザー流動接触分解操作におけるナフサの改質
US5043522A (en) * 1989-04-25 1991-08-27 Arco Chemical Technology, Inc. Production of olefins from a mixture of Cu+ olefins and paraffins
US5026935A (en) * 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of ethylene from higher hydrocarbons
US5026936A (en) * 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of propylene from higher hydrocarbons
US5435906A (en) * 1992-08-20 1995-07-25 Stone & Webster Engineering Corporation Process for catalytically cracking feedstocks paraffin rich comprising high and low concarbon components
CN1031646C (zh) * 1992-10-22 1996-04-24 中国石油化工总公司 石油烃的催化转化方法
US5523502A (en) * 1993-11-10 1996-06-04 Stone & Webster Engineering Corp. Flexible light olefins production
US6033555A (en) * 1997-06-10 2000-03-07 Exxon Chemical Patents Inc. Sequential catalytic and thermal cracking for enhanced ethylene yield
US6004452A (en) * 1997-11-14 1999-12-21 Chevron Chemical Company Llc Process for converting hydrocarbon feed to high purity benzene and high purity paraxylene
US5944982A (en) * 1998-10-05 1999-08-31 Uop Llc Method for high severity cracking
US7153479B2 (en) * 2002-10-10 2006-12-26 Kellogg Brown & Root Llc Catalyst regenerator with a centerwell
US7011740B2 (en) * 2002-10-10 2006-03-14 Kellogg Brown & Root, Inc. Catalyst recovery from light olefin FCC effluent
US6791002B1 (en) * 2002-12-11 2004-09-14 Uop Llc Riser reactor system for hydrocarbon cracking
US7128827B2 (en) * 2004-01-14 2006-10-31 Kellogg Brown & Root Llc Integrated catalytic cracking and steam pyrolysis process for olefins
US7591939B2 (en) * 2004-06-22 2009-09-22 Stone & Webster Process Technology, Inc. Integrated desulfurization and FCC process

Also Published As

Publication number Publication date
CN101522866B (zh) 2013-03-20
CN101522866A (zh) 2009-09-02
BRPI0716398A2 (pt) 2013-02-26
BRPI0716398B1 (pt) 2017-01-24
JP5197597B2 (ja) 2013-05-15
US20080035527A1 (en) 2008-02-14
KR101324006B1 (ko) 2013-11-01
JP2010500445A (ja) 2010-01-07
WO2008020923A1 (en) 2008-02-21
US7491315B2 (en) 2009-02-17
EP2049622B1 (en) 2020-12-23
EP2049622A1 (en) 2009-04-22
EP2049622A4 (en) 2013-09-18

Similar Documents

Publication Publication Date Title
KR101324006B1 (ko) 경질 원료 및 혼합된 경질/중질 원료를 갖는 듀얼 라이저ｆｃｃ 반응장치 공정
KR102352198B1 (ko) 탄화수소 공급원료의 스팀 촉매 다우너 열분해를 통한 향상된 경질 올레핀 수율
JP4620427B2 (ja) オレフィンのための統合された接触分解および水蒸気熱分解法
KR101954472B1 (ko) 하향류 반응기에서 파라핀계 나프타의 유동접촉분해 방법
KR101447299B1 (ko) Ｆｃｃ유닛 작동과 관련된 중질 오일 피드스트림을 경질 탄화수소 생성물 스트림으로 변환 및 회수 방법
CA2657628C (en) Ancillary cracking of paraffinic naphtha in conjunction with fcc unit operations
US5009769A (en) Process for catalytic cracking of hydrocarbons
JP6543501B2 (ja) ナフサ系フィードを処理する接触分解装置（ｎｃｃ）と接触改質装置とアロマティクス・コンプレックスとを用いる軽質オレフィンおよびｂｔｘの製造方法
RU2606971C2 (ru) Способ максимального получения дистиллята на установках флюид-каталитического крекинга (уфкк)
US9657233B2 (en) Catalytic cracking process for the treatment of a fraction having a low conradson carbon residue
EP0382289B1 (en) Process for catalytic cracking of hydrocarbons
KR20210006415A (ko) 다단계 촉매 반응 및 재생성을 이용한 최대 올레핀 생산
EP4219664A1 (en) Method and device for producing low-carbon olefins and btx by catalytically cracking hydrocarbon-containing raw oil
US11173482B2 (en) Combustion of spent adsorbents containing HPNA compounds in FCC catalyst regenerator
CN105567299B (zh) 一种由烃油原料生产低碳烯烃的方法
CN100355865C (zh) 一种汽油馏分催化改质方法

Legal Events

Date Code Title Description
A201 Request for examination
E701 Decision to grant or registration of patent right
GRNT Written decision to grant
FPAY Annual fee payment

Payment date: 20161013

Year of fee payment: 4

FPAY Annual fee payment

Payment date: 20181012

Year of fee payment: 6