NO123898B - - Google Patents

Description

Fremgangsmåte til fluia-katalytisk krakking av

hydrokarbonoljer.

Foreliggende oppfinnelse angår en fremgangsmåte

for fluid-katalytisk krakking av hydrokarbonoljer. Mer spesielt angår oppfinnelsen fluid-katalytisk krakking av minst to utgangs-materialer, hvorav minst ett er en resirkulert gassolje.

Fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse

kan benyttes i sammenheng med den katalytiske krakking og katalysator-regenerering som er beskrevet i de Norske Patenter nr.

120.153 og nr. I2I.I48.

I fluid-katalytisk krakkingsprosesser blir hydrokarboner omdannet under slike betingelser at en vesentlig del av utgangsmaterialet blir omdannet til ønskede produkter såsom bensin, flytende petroleumsgass, alkylerte forbindelser og middeldestillater, foruten at'man får dannet biprodukter av uønsket natur. Et spesielt skadelig biprodukt er koks, som under hydrokarbonomdannelsesreak-sjonen avsettes på katalysatoren. Hvis det skjer en vesentlig av-setning av koks, vil dette redusere katalysatorens aktivitet, mer spesielt dens selektivitet, noe som resulterer i en dårligere hydrokårbonomdannelse, en redusert fremstilling av bensin, samtidig som man får en økende dannelse av mindre ønskelige produkter. For å unngå at katalysatoren blir deaktivert ved en slik koksavsetning, blir den normalt tatt ut fra reaksjonssonen og sendt til en strippingssone, hvor medførte og adsorberte hydrokarboner først blir fjernet fra katalysatoren ved hjelp av et strippingsmedium, som f. eks. damp. Nevnte strippingsmedium og fjernede hydrokarboner blir fjernet, mens katalysatoren føres til en regenereringssone- hvor den bringes i kontakt med en oksygenholdig gass, hvorved man for-brenner i det minste en del av koksen og regenererer katalysatoren. Deretter blir den regenererte katalysator ført tilbake til reaksjonssonen til kontakt med ytterligere hydrokarboner.

Selv om ovennevnte regenererings- og reaktiverings-teknikk muliggjør en gjeninnføring av katalysatoren i'omdannelses-prosessen, så vil man ikke desto mindre stadig hå et vesentlig problem når relativt tungtflytende materialer, såsom gassolje,

skal omdannes til ønskede produkter, ettersom slike tungtflytende materialer under omdannelsen meget raskt avsetter koks på den ak-tiverte katalysator, slik at man relativt raskt får en meget dår-lig katalytisk krakking av dette tungtflytende materiale. For å unngå problemene i samband med katalysatorkoksavsetning, er det blitt foreslått å anvende høyere reaksjonstemperaturer. Imidlertid vil en anvendelse av forhøyede temperaturer lett resultere i en nedsatt' bensinselektivitet på-gitte omdannelsesnivåer.•

Foreliggende oppfinnelse tilveiebringer en fremgangsmåte for katalytisk omdannelse av hydrokarbonutgangsmaterialer. Nevnte hydrokarboner kan selektivt omdannes til bensiner av høy-oktan-kvalitet med vesentlig utbytte. Man kan også oppnå høye. ut^. bytter av middeldestillater ved et gitt omdannelsesnivå.

Foreliggende oppfinnelse tilveiebringer en fremgangsmåte for fluid-katalytisk krakking av hydrokarboner, hvor nevnte hydrokarboner først bringes i..kontakt med en katalysator med maksimal aktivitet og selektivitet under slike betingelser at man får'et bedre utbytte, av-ønskede produkter samt en nedsatt dan-

neise av uønskede biprodukter.

Foreliggende oppfinnelse tilveiebringer følgelig en fremgangsmåte for fluid-katalytisk krakking av en.første hydro-karbonstrøm bestående av en ubehandlet gassolje og en annen hydro-karbonstrøm bestående av en krakket og resirkulert gassolje, karakterisert ved at man:.

a) fører den første strøm og en kjent krystallinsk zeolitt-krakkingskatalysator med ensartet porestørrelse gjennom en

første langstrakt reaksjonssone ved en temperatur mellom 448 og 595°C me(i en krakkingsomdannelse mellom 40 °g 80 volum- og hvor koks avsettes på.katalysatoren i en mengde på mindre enn 0,9 vekt% av katalysatoren,

b) fører den andre strøm og en krystallinsk zeolitt-krakkingskatalysator med ensartet porestørrelse gjennom en

annen langstrakt reaksjonssone ved en temperatur mellom 448 og 595°C °g med en krakkingsomdannelse mellom 15 og 60 volum- og hvor koks avsettes på katalysatoren i en mengde mindre enn 1,2 vekt% av katalysatoren,

c) tar de utstrømmende materialer fra den første langstrakte reaksjonssone, hvor disse omfatter dampformede reak-sjons produkt er samt katalysator inneholdende mindre enn 0,9 vekt$ koks inn i et katalysatorutskillingsrom over et tettfaset, fluidisert katalysatorsjikt; d) tømmer utstrømmende materiale fra den andre langstrakte reaksjonssone, hvor disse omfatter dampformede reak-sjons produkt er og katalysator inneholdende mindre enn 1,2 vekt% koks, inn i den nedre del av nevnte tettfasede katalysatorsjikt; e) fører sammen katalysatorene fra trinn c) og d) i sjiktet og krakker,de dampformede produkter fra trinn d) i nevnte sjikt; f) fører de dampformede produkter fra krakkingen i trinn e) til katalysatorutskillingsrommet og tar ut de dampformede produkter sammen med de dampformede produkter fra trinn c) fra nevnte katalysatorutskillingsrom, og g) tar ut, stripper og regenererer katalysator fra trinn e) slik at katalysatorens koksinnhold reduseres til et

nivå mindre enn 0,3 vektfo, og fører, denne regenererte katalysator inn i trinn a) og b).

I overensstemmelse med foreliggende oppfinnelse innbefatter den første hydrokarbonstrøm er ukrakket-gassolje. Blant de utgångsmaterialer som kan anvendes i den første hydrokarbonstrøm, innbefattes fraksjoner som koker fra car.- 221 til ca. 5^5°^ og består av tunge atmosfære-gassolj-er^, lette og tunge vakuumgassoljer, gassoljer fra koksdannelsesoperasjoner, nedbrutte gassoljer, deas-falterte gassoljer,, dekarboniserte gassoljer, hydrogenbehandlede gassoljer og løsningsmiddelekstraherte gassoljer.

Den annen hydrokarbonstrøm innbefatter en mer raf-finert fraksjon enn den første hydrokarbonstrøm, og betegnes her som en krakket, resirkulert gassolje. Ved en slik strøm forstås fraksjoner kokende fra ca. 221 til ca. 4-82°C, mer prinsippielt en strøm som koker over bensinens kokepunkt og fortrinnsvis en resirkulert strøm fra en reaktor og som koker mellom 315 °g 426°C, heri innbefattet en intermediær resirkulert gassolje.

Katalysatoren som anvendes i foreliggende oppfinnelse innbefatter et aktivt metalloksyd, såsom en silicium-dioksyd-aluminiumoksyd-gel og" leire, samt et storporet, krystallinsk aluminiumsilikat, vanligvis av den type som betegnes zeolitter. De zeolitter som anvendes som krakkingskatalysatorer, har en relativt fast tredimensjonal struktur med ensartet porediameter varierende fra ca. 5 til ca. 15Ao<.> De sammensatte, krystallinske zeolittkatalysatorer- består vanligvis av fra 1 til 25 vekt% zeolitt, fra ca. 10 til ca. 50 vektaluminiumoksyd og resten silicium-dioksyd. De zeolittiske katalysatorer som danner de høyaktive komponenter i nevnte katalysatorer, er krystallinske, alkalimetall-aluminium-silikater,•som er blitt behandlet for å erstatte alle eller i det minste en vesentlig del av de opprinnelige alkalimet-allioner med andre kationer, såsom hydrogen og/eller et metall, eller en kombinasjon av metaller, såsom barium, kalsium, magnesium, mangan eller sjeldne jordmetaller, såsom cerium, lanthan, neodym, praseodym, samarium og yttrium. De ovennevnte zeolitter kan angis ved formelen:

hvor M representerer hydrogen eller et metall, n er nevnte metalls valens, x har en verdi varierende fra 2 til 10 og y varierer fra 0 til 10. Den foretrukne katalysator i foreliggende oppfinnelse er representert ved zeolitt X og z.eolitt Y, hvor M er valgt fra gruppen bestående av hydrogen, kalsium, mangan og sjeldne jord-

metaller, og hvor zeolittinnholdet i den ferske katalysator varierer fra ca. 5 til ca* 20 vekt$, og hvor M er valgt fra gruppen cerium og lanthan. Fersk katalysator kan lett innføres i den beskrevne fremgangsmåte gjennom regenereringssonen, hvor man under regene-reringsbetingelsene får en likevektskatalysator med et midlere zeolitt-innhold på mindre enn 5 vekt% og et midlere karboninnhold på mindre enn 0,3 vektfo. Den zeolittiske krakkingskatalysator blir deretter ført inn i den første og annen hydrokarbonstrøm, slik dette er beskrevet nedenfor.

Ifølge foreliggende oppfinnelse blir den første

og nevnte annen hydrokarbonstrøm omdannet i nærvær av en zeolittisk krakkingskatalysator via separate langstrakte reaksjonssoner. Med hensyn.til første hydrokarbonstrøm, som innbefatter en ukrakket gassolje, så vil nevnte omdannelse vanligvis finne sted ved temperaturer varierende fra ca. 448 til 595°^, fortrinnsvis ved temperaturer varierende fra 470 til 525°0, mens strømmen underkastes en omdannelse varierende fra ca. 40 til ca. 80, fortrinnsvis fra ca. 50 til ca. 70> hvor nevnte omdannelse defineres som 100 minus den volumprosent av produktet som koker over 221°C.

Omdannelse innenfor ovennevnte område sammen med

en koksavsetning som ikke overstiger 0,9 vekt$ av katalysatoren,

ble fortrinnsvis oppnådd ved at man anvener følgende parametre: forholdet katalysator til olje holdes i området fra 4»5 til 15>0> fortrinnsvis fra 5>5 til 10,0. Andre betingelser i den forlengede reaksjonssone innbefatter f.eks. oppholdstider for hydrokarbonet varierende fra 2 til 8 sekunder, fortrinnsvis fra 3>5 til 6,0 sekunder, tilsynelatende damphastigheter (beregnet hastighet basert på det frie volum i reaksjonssonen) varierende fra 5 til ca> 17 meter pr. sekund, fortrinnsvis fra 6,5 til 13 meter pr. sekund, vektromhastigheter pr. time varierende fra 10 til 100, fortrinnsvis fra 40 til 65, og en likevektskatalysatoraktivitet varierende fra 25

til 60. Prøvene på katalytisk aktivitet innbefatter atman anvender 400 g katalysator under følgende prøvebetingelser:

produkt til et punkt på 198°C. Aktiviteten beregnes som 100 minus volumprosent gassolje over 198°C innvunnet.fra fraksjoneringskolon-nen.

Når man anvender de betingelser som er angitt ovenfor, blir koks avsatt på katalysatoren i en mengde på mindre enn 0,9 vekt% i forhold til katalysatoren idet denne kommer ut fra nevnte første forlengede reaksjonssone.

Med hensyn, til nevnte annen hydrokarbonstrøm, så innbefatter denne en resirkulert gassolje hvor omdannelsen vanligvis finner sted ved en temperatur varierende fra ca. 4-48 til 593°C, fortrinnsvis ved temperaturer varierende fra 426 til 538°C, og hvor nevnte strøm underkastes en omdannelse slik denne er definert ovenfor, varierende fra ca. 15 til 60, fortrinnsvis fra 25 til 50.

En krakkingsomdannelse innenfor det ovenfor angitte område i de andre forlengede reaksjonssone sammen med en koksavsetning som ikke overstiger 1,2 vektfo i forhold til katalysatorens vekt, kan oppnås ved å anvende følgende driftsparametre. Et forhold katalysator til olje i området fra 4>5 til 15, fortrinnsvis fra

5,5 til 10,0. Andre driftsbetingelser i nevnte andre forlengede reaksjonssone innbefatter f.eks. oppholdstider fra 2 til 8 sekunder, fortrinnsvis fra 3>5 til 6 sekunder, tilsynelatende damphastigheter varierende fra 4>5 til 15 meter pr., sekund, fortrinnsvis fra 6 til 12 meter pr. sekund,, vektromhastigheter pr. time varierende fra 10 til 100, fortrinnsvis fra 40 til 65, og en likevektskatalysatoraktivitet varierende fra.25 til 60. Hvis man anvender betingelser innenfor det ovennevnte angitte område, blir koks avsatt på katalysatoren i en mengde på mindre enn 1,2 vektfo av katalysatoren idet denne kommer ut av nevnte andre forlengede reaksjonssone.

Det utstrømmende materiale fra den første langstrakte -reaksjonssone innbefatter dampformede reaksjonsprodukter og katalysator inneholdende mindre enn 0,9 vekt% koks, og dette materiale blir fortrinnsvis ført ut i et katalysatorutskillingsrom over et tettfaset, fluidisert sjikt. Ved denne fremføring blir strømmens hastighet redusert til en damphastighet på mindre enn 1,2 meter pr. sekund, slik at de dampformede-produkter og den koksbelagte katalyaator skilles fra hverandre, hvorved de dampformede produkter kan. fjernes fra katalysatorutskillingsrommet. Ved å anvende damphastigheter på mindre enn 1,2. meter pr. sekund, vil katalysatoren falle ned i nevnte utskillingsrom og ned på det tettfasede, fluidiserte sjikt, som vil bli beskrevet nedenfor.

Det utstrømmende materiale fra nevnte andre langstrakte reaksjonssone består av dampformede reaksjonsprodukter og katalysator inneholdende mindre enn 1,2 vektfo koks, og dette materiale tømmes ut fra nevnte andre langstrakte, reaksjonssone og føres fortrinnsvis inn i den nedre del av det tettfasede, fluidiserte sjikt hvor det skjer en ytterligere krakking av de dampformede produkter. Katalysator fra første langstrakte, reaksjonssone, som har et lavere koksinnhold, kombineres med katalysator fra den andre langstrakte reaksjonssone, og de kombinerte katalysatormasser som har høyere aktivitet enn den katalysator som kommer ut fra den andre langstrakte reaksjonssone, bringes i kontakt med den uttøm-mende, mer tungtflytende resirkulerte gassolje som underkastes ytterligere krakking. Damphastighetene i sjiktet holdes vanligvis i et område varierende fra 0,15 til 1>2 meter pr. sekund, fortrinnsvis fra 0,4 til 0,7 meter pr. sekund. Sjiktets temperatur holdes i området varierende fra 44-8 til 593°C, fortrinnsvis fra 474 til 526°C og en vektromhastighet pr. time varierende fra 2,0 til 40,0, fortrinnsvis fra 3,0 til 25,0. Ved at man lar de dampformede produkter fra nevnte andre strøm bringes i kontakt med det samlede tettfasede, fluidiserte sjikt, får man en ytterligere krakking varierende fra 5 til 20 volumprosent, og denne krakking vil i alt vesentlig være avsluttet når de dampformede materialer når katalysatorutskillingsrommet over sjiktet, og produktene tas da ut fra dette rom sammen med produktene fra den første strøm. De krakkede produkter vil frigjøres fra katalysatoren med en damphastighet på mindre enn 1,2 meter pr. sekund.

I et foretrukket apparat for utførelse av foreliggende oppfinnelse blir en del av reaksjonen utført i et av-smalnende reaksjonskammer med større diameter i den øvre del enn i den nedre del, hvorved man får en konisk reaksjonssone. Et slikt apparat er beskrevet i norsk patent nr. 120.153* Mens dette arrangement representerer en foretrukken utførelse, så kan også andre arrangementer anvendes.

For å opprettholde katalysatorens aktivitet i det tettfasede, fluidiserte sjikt, blir.katalysator kontinuerlig tatt ut fra reaksjonssonen og ført til en separat strippingssone, hvor katalysatoren blir brakt i kontakt med et strippingsmedium, såsom damp. Strippingssonen innbefatter generelt en forlenget vei for katalysatoren,, hvor denne bringes i kontakt med damp ved temperaturer varierende fra 44-8 til 595°C Pa- velkjent måte, Katalysatoren blir på denne måte strippet for medførte og adsorberte hydrokarboner, og strippingsmediet og hydrokarbonene tas ut fra strippingssonen, mens katalysatoren føres til en regenereringssone, hvor den f.eks. kontaktes med luft ved temperaturer varierende fra 595- til 650°C, hvorved karbonet på overflaten av katalysatoren blir bortbrent, hvorved koksinnholdet i katalysatoren blir redusert til mindre enn 0,3 vektfo* Den regenererte katalysator blir deretter gjeninnført til første og annen hydrokarbonstrøm. Som nevnt tidligere, blir fersk katalysator periodevis tilført gjennom regeneratoren. Foreliggende oppfinnelse kan også benyttes ved kata-lysatorbehandling, hvor aktiviteten, selektiviteten og hedbryt-ningsresistensen for zeolittiske krakkingskatalysatorer blir vesentlig bedret ved at ferske katalysatorer ved en temperatur på over 705°C °g under den termiske destruksjonstemperatur for zeolitt-en, behandles i fravær av damp.

I foreliggende apparat blir de dampformede produkter og katalysatoren fra første hydrokarbonstrøm skilt fra hverandre så raskt som dette er mulig under hensyntagen til de krakkingsnivåer som er nevnt ovenfor. Forlenget kontakt mellom katalysatoren og produkter i reaksjonssonene resulterer i polymeriserte produkter, mens en nedsatt kontakt resulterer i en redusert nafthaselektivitet. Ved å anvende separate krakkingsteknikker for de respektive strømmer, kan man lettere krakke ubehandlede komponenter ved mild- . ere betingelser enn det som er nødvendig for resirkulerte komponenter. Man har videre funnet, at ved å anvende den zeolittkatalysator som er beskrevet ovenfor, blir det avsatt svært lite koks på katalysatoren, og da spesielt under krakkingeh av ubehandlet gassolje. Ved at denne katalysatoren har lavt koksinnhold, kan den videre brukes for krakking av resirkulerte materialer i det tettfasede, fluidiserte sjikt..

Nedenforstående tabell gir en sammenligning med hensyn til utbytter ved konstante omdannelsesbetingelser og innenfor de driftsparametre som er angitt ovenfor, under anvendelse av en zeolittkrakkiirgskataiysator av deri type som er behandlet her, sammenlignet med en vanlig siliciumdioksyd-aluminiumoksyd-krakkingskatalysator

Det fremgår av den ovenstående tabell at en anvendelse av zeolittkrakkingskatalysatoren gir høyere utbytte av bensin og lavere utbytte av koka og tørr gass, noe som representerer en vesentlig økonomisk fordel.

Ved foreliggende oppfinnelse kan den høykatalytiske aktivitet utnyttes meget effektivt, slik at man i et fravær av hydrogenbehandling kan oppnå f.eks. debutanisert naftha til om-dannelses volumforhold på 0,7 og høyere i et omdannelsesområde fra 55 til 85 volum%. En relativt uventet fordel er den relativt konstante og høye nafthaselektivitet i ovennevnte omdannelsesnivå, noe som oppnås samtidig som man holder et høyt nafthaoktantall ("research octane number") (bly 3cc TEL) på ca. 99* Denne fordel var relativt uventet ettersom man vanligvis ved en økende nafthaselektivitet får et lavere nafthaoktantall. Ved hjelp av foreliggende oppfinnelse er det mulig både å frembringe høyt oktantall og høy nafthaselektivitet. Ved nafthaselektivitet forstås volumandel debutanisert naftha som omdannes.

Den vedlagte tegning viser et apparat med hvilket fremgangsmåten ifølge foreliggende oppfinnelse kan utføres, men oppfinnelsen er ikke begrenset til dette apparat, siden modifika-sjoner <p>g variasjoner lett kan utføres.

Fersk gassoljetilførsel fra ledning -10 blir bragt i kontakt med varm regenerert zeolittkatalysator med et karboninnhold på mindre enn 0,3 vektfo fra røret 12, og katalysatoren har en temperatur på ca. 620°C ved inntaksåpningen av stigerøret 14. Den resulterende suspensjon av katalysator i oljedamp ved en temperatur på ca. 482°C og en midlere hastighet på 8,4 meter pr. sekund stiger oppover gjennom stigerøret 14 og inn i reaktor 16. Stigerøret 14 ender i et nedadrettet uttak med en tagget kant l8. Hensikten med den taggede kant 18 er å tilveiebringe en jevn strøm av hydrokarbondamper fra røret 14 inn i reaktor 16, spesielt når sjiktet 20 fluktuerer henimot uttaket på røret 14, slik dette bestemmes av kanten 18. Betingelsene i stigerøret 14 innbefatter et katalysator til oljeforhold på 6,0 og en vektromhastighet pr. time på 60. Damphastigheten, 8,4 meter pr. sekund, i stigerøret .14 gir en oppholdstid på ca. 4>5 sekunder. Det skjer en vesentlig omdannelse av den ferske tilførselen i stigerøret, og betingelsene gir en omdannelse på ca. 50 volum- av den ferske tilførsel til produkter som koker under 221°C. Den katalysator som kommer ut av stigerøret 14 inneholder 0,75 vekt$ koks.

En intermediær resirkulert gassoljefraksjon utskilt fra krakkede produkter i et fraksjpneringsutstyr som ikke.er vist, og med en tetthet på ca. 22°AP1 og et sluttdestillasjons-punkt på 426°C , føres via ledning. 22 .inn i nedre ende av stigerøret 24, hvor den bringes i kontakt med varm zeolittkatalysator fra rør 26. Den resulterende blanding av katalysator og damper ved en temperatur på ca. 500°C stiger opp gjennom stigerøret 24 med en midlere hastighet på ca. 7,5 meter pr. sekund og en midlere oppholdstid på ca. 5>0 sekunder. Andre betingelser i stigerøret innbefatter et katalysator til oljeforhold på 5>5 °S en vekt-rom-hastighet pr. time på ca. 55- ^ a. 28$ av den resirkulerte gassolje blir omdannet til produkter som koker under 22l°C idet produktene kommer ut av stigerøret 24 i den nedre del av reaktoren 16. Den katalysator som kommer ut av stigerøret 24 inneholder 0,90 vektfo koks.

De utstrømmende materialer fra stigerøret 24 stiger oppover gjennom det tettfasede sjikt i reaktor 16, hvorved man får en ytterligere omdannelse av den resirkulerte gassolje til 33 volum- av produkter som koker under 221°C. Andre' sjiktbe-tingelser i reaktor l6 innbefatter et midlere koksinnhold på 0,8l vektfo på zeolittkatalysatoren i området mellom sjikt overflat en og stigerøret 24, et katalysator til olje-forhold på l6 og en vektromhastighet pr. time på 23- Den totale omdannelse i. begge stigerørene og i reaktorsjiktet er på basis av fersk tilførsel ca. 67 volum- av produkter som koker under 221°C\ Damphastighetene i reaktoren er 0,45 meter pr. sekund på det punkt hvor stigerøret 24 kommer ut, 0,35 meter pr. sekund på det punkt hvor dampene fri-gjøres fra det tettfasede sjikt på nivået 20, 1,0 meter pr. sekund på det punkt hvor materialene fra stigerøret.14 frigjøres, og 0,55 meter pr. sekund i den øvre del av cykloninntakene.

Krakkede produkter frigjøres fra katalysatoren over det tettfasede sjiktnivå 20, og dampene føres,igjennom cyklon 28 hvor medført katalysator blir fraskilt og returnert til sjiktet via røret JO. Skjønt det på tegningen er vist kun en cyklon, så er det underforstått-at man kan samle flere cykloner i serier for derved å oppnå en tilnærmet fullstendig separasjon, og en rekke, slike samlede cykloner kan anvendes for å behandle store damp-volumer. Gasser fra cyklon 28 føres via ledning 32 til kammer 34 hvor gasser fra andre cyklonenheter (ikke vist) samles og føres ut fra reaktoren via ledning 36- Ledningen 36 fører de krakkede produkter til fraksjoneringsenheter (ikke vist), hvor de omdannede produkter blir innvunnet og utskilt i forønskede produkter og resirkulerte fraksjoner ved hjelp av kompresjon, absorpsjon og destillasjon.

Damp i ledning 38 føres til dampring 40 og fri-gjøres i den nedre del av reaktor 16 på et punkt som ligger like under uttaksåpningen på stigerøret 24- Katalysator i den nedre del av reaktor 16 blir strippet ved hjelp av damp fra ring 40 og føres nedover via samlerørene 42 og 44 samt ventilene 46 og 48 til strippingssone 50- Strippingssone 50 er utstyrt med avbøynings-platene 52 festet til stigerør 24 og avbøyningsplatene 54 festet til veggen av strippekolonne 50- Damp i ledning 56 frigjøres via dampring 5-8 i den nedre del av stripper 50 under avbøyningsflåtene 52 og via ledning 60 og dampring 62 under avbøyningsplatene 54-Den oppadstig_ende damp forskyver og fjerner adsorberte og medførte hydrokarbondamper som føres oppover via ledning 62 og inn i den øvre del av reaktor 16.

Strippet katalysator tas ut fra bunnen av stripper 50 via rør 64 i en hastighet som reguleres av ventil 66, og føres via rør 68 inn i regenerator 70. I regenerator 70 blir den brukte katalysator kontaktet luft tilført via ledning 72 og luftring 74-Katalysator som underkastes regenerering i regenerator 70 danner et tett sjikt med et toppnivå "] G. I regenerator 70 vil karbon på overflaten av katalysatoren bli brent bort, og de resulterende forbrenningsgasser føres oppover og inn i cyklon 78, hvor medført katalysator blir utskilt og returnert til regeneratoren via rør 80. Selvom cyklon 78 er vist som et enkelt kar, kan man naturlig-

vis anvende en rekke cykloner ^plassert i parallell og i serier for å utføre en i det vesentlige fullstendig separasjon av medførte faste partikler fra forbrenningsgassene. Utstrømmende forbrenningsgasser fra cyklon 78 føres via ledning 82 inn i kammer 84 og deretter ut via ledning 86 til ikke viste anlegg, f.eks. anord-

ninger for å gjenvinne varme fra gassene, anordninger for å an-

vende fremstilt karbonmonoksyd eller anordninger for å gjenvinne energi ved frembringelse av damp eller ved ekspansjon gjennom turbiner for utvikling av kraft, slik det er velkjent. Regene-

rert katalysator blir tatt ut fra bunnen av regenerator " JO via led-ningene 88 og 90 i hastigheter som reguleres av ventilene 92 og 94 for derved å tilføre varm regenerert katalysator til stige-

rørene 24 og 12, slik det er beskrevet ovenfor.

Claims (6)

1. Fremgangsmåte til fluid-katalytisk krakking av en første hydrokarbonstrøm bestående av en ubehandlet gassolje og en annen hydrokarbonstrøm bestående av en krakket resirkulert gassolje, karakterisert ved at man: a) fører den første strøm og en kjent krystallinsk zeolitt-krakkingskatalysator med ensartet porestørrelse gjennom en første langstrakt reaksjonssone ved en temperatur mellom 44^ og 595°C me(i en krakkings omdannelse mellom 40 °g 80 volum- og hvor koks avsettes på katalysatoren i en mengde på mindre enn 0,9 vektfo av katalysatoren, b) fører den andre strøm og en kjent krystallinsk zeolitt-krakkingskatalysator med ensartet porestørrelse gjennom en andre langstrakt reaksjonssone ved en temperatur mellom 448 og 595°C og med en krakkingsomdannelse mellom 15 og 60 volum% og hvor . koks avsettes på katalysatoren i en mengde mindre enn 1,2 vektfo av katalysatoren, c) tømmer de utstrømmende materialer fra den første langstrakte reaksjonssone, hvor disse omfatter dampformede reaksjonsprodukter og katalysator som inneholder mindre enn 0,9 vektfo koks, inn i et katalysatorutskillingsrom over et tettfaset fluidisert katalysatorsjikt, d) tømmer utstrømmende materiale fra den andre langstrakte reaksjonssone, hvor disse omfatter dampformede reak-sjons produkt er og katalysator som inneholder mindre enn 1,2 vektfo koks, inn i den nedre del av nevnte tettfasede katalysatorsjikt, e) fører sammen katalysatorene fra trinnene c) og d). i sjiktet og krakker de dampformede produktene fra trinn d) i nevnte sjikt, f) fører de dampformede produktene fra den videre krakking i trinn e) til katalysatorutskillingsrommet og trekker ut de dampformede produkter sammen med de dampformede produktene fra trinn c) fra katalysatorutskillingsrommet og g) tar ut og stripper og regenererer katalysatoren fra trinn e), slik at katalysatorens koksinnhold reduseres til et nivå mindre enn 0,3 vektfo, og fører den regenererte katalysator inn i trinnene a) og b) .

2. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at vektforholdet katalysator til olje ved inntaket til reaksjonssonene varierer fra 4>5 til 15>0. ,

3. Fremgangsmåte ifølge et hvert,.av de foran nevnte krav, karakterisert ved at oppholdstiden i reaksjonssonene varierer fra 2 til 8 sekunder.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at damphastigheten under den ytterligere krakking i reaktoren varierer fra 0,15 til 1>2 meter pr. sekund.

5. Fremgangsmåte ifølge krav 1, karakterisert ved at vekt-romhastigheten pr r time under den ytterligere krakking i reaktoren varierer fra 2,0 til 40,0.

6. Fremgangsmåte ifølge krav-1, karakterisert ved at den ytterligere krakkingsomdannelse i det fluidiserte katalysatorsjikt er fra 5 til 20 volum%.