NO126919B

NO126919B -

Info

Publication number: NO126919B
Application number: NO04237/69A
Authority: NO
Inventors: Frank Stolfa
Original assignee: Universal Oil Prod Co
Priority date: 1968-10-28
Filing date: 1969-10-27
Publication date: 1973-04-09
Also published as: BR6913678D0; US3594309A; JPS4830441B1; GB1276864A; AT303941B; FR2021705A1; DK133474C; DK133474B; CS166719B2; SE369197B; DE1954002A1; OA03157A; SU374838A3; ES372921A1; NL6916218A

Description

Fremgangsmåte ved omdannelse og avsvovling Procedure for conversion and desulphurisation

av et svovelholdig, hydrocarbonholdig materiale. . Foreliggende fremgangsmåte angår omdannelse og avsvovling av petroleumråoljerester med forholdsvis lavt innhold av metaller av f. eks. under ca. lJO deler pr. million (ppm) av de samlede metaller, of a sulphurous, hydrocarbon-containing material. . The present method concerns the conversion and desulphurisation of petroleum crude oil residues with a relatively low content of metals of e.g. under approx. lJO parts per million (ppm) of the total metals,

og mer spesielt en kombinert omdannelse og reduksjon av svovelkon-sentrasjonen i hydrocarbonholdige tilforselsmaterialer som i alminne-lighet betegnes som "svartoljer". and more particularly a combined conversion and reduction of the sulfur concentration in hydrocarbon-containing feed materials commonly referred to as "black oils".

Petroleumråoljer, og spesielt de tunge rester som ekstrahe-res fra tjæresand, toppdestillerte eller reduserte råoljer eller va-kuumrester, inneholder svovelholdige forbindelser med hoy molekylvekt i meget store mengder, nitrogenholdige forbindelser, asfaltmateriale som er uopploselig i lette, hydrocarboner, som pentan og heptan, og organometallkomplekser med hoy molekylvekt. Metallkompleksene inneholder nikkel og vanadium som de hovedsakelige tnetallbestanddeler. Forskjellige svartoljetilforselsmaterialer kan klassifiseres som (1) "hoymetall"-rester eller (2) "lavmetall"-rester. Oppfinnelsen angår hovedsakelig behandling'av hydrocarbonholdige svartoljer med et lavt metallinnhold av under ca. 100 ppm beregnet på metallisk tilstand. En svartolje består som regel av et carbonholdig materiale hvorav mer enn-ca. 10 volum- har et kokepunkt ved vanlige■betingel-ser av over, 566°C. Denne prosentangivelse gjelder den ikke-destillerbare del av tilfbrselsmaterialet. Et slikt materiale har som regel en egenvekt av over ca. 0,93^0 ved 15?6°C (under 20,0° API) Petroleum crude oils, and especially the heavy residues extracted from tar sands, top-distilled or reduced crude oils or vacuum residues, contain sulfur-containing compounds of high molecular weight in very large quantities, nitrogen-containing compounds, asphalt material which is insoluble in light hydrocarbons, such as pentane and heptane , and organometallic complexes with high molecular weight. The metal complexes contain nickel and vanadium as the main nickel constituents. Different black oil feed materials can be classified as (1) "high metal" residues or (2) "low metal" residues. The invention mainly relates to the treatment of hydrocarbon-containing black oils with a low metal content of less than approx. 100 ppm calculated on metallic state. A black oil usually consists of a carbonaceous material of which more than approx. 10 volume has a boiling point under normal conditions of above 566°C. This percentage applies to the non-distillable part of the feed material. Such a material usually has a specific gravity of over approx. 0.93^0 at 15?6°C (below 20.0° API)

og en svovelkonsentrasjon av over ca. 2,0 vekt%. Conradson-carbon-restfaktorene er storre enn 1,0 vekt%, og en stor andel av svartoljer er angitt ved en Conradson-carbonrestfaktor av over 10,0. and a sulfur concentration of over approx. 2.0% by weight. The Conradson carbon residue factors are greater than 1.0% by weight, and a large proportion of black oils are indicated by a Conradson carbon residue factor of over 10.0.

Eksempler på slike svartoljer omfatter et bunnråprodukt Examples of such black oils include a bottom crude product

med en egenvekt av ca. 0,9705 ved 15,6°C (l>+,30 API) og forurenset med ca. 3?0 vekt% svovel, 3830, ppm samlet nitrogen-, 85 ppm samlede metaller og ca. 11,0 vekt/? asfalter. Et annet 'typisk tilfbrsels-materiale er et bunnprodukt fra en vakuumkolonne og som er avledet fra en råolje fra Midtosten. Dette bunnprodukt fra en vakuumkolonne har en egenvekt av 1,0291 ved 15,6°C (6,0° API),' en gjennomsnittlig molekylvekt av ca. 620 og en ASTM 20,0 % volumetrisk destilla-sjonstemperatur av ca. 557°C og inneholder ca. ^000 ppm nitrogen, 5,5 vekt$ svovel, 100 ppm vanadium og nikkel og 6,0 vekt% heptanu-opploselige asfalter. Ved foreliggende fremgangsmåte kan et slikt materiale omdannes til laverekokende, ved vanlige betingelser flytende hydrocarbonprodukter, og dessuten omdannes en betraktelig mengde av ikke-destillerbare materialer. Det ved foreliggende fremgangsmåte fremstilte og under vanlige betingelser flytende produkt har dessuten et vesentlig nedsatt svovelinnhold. Produktet kan f.eks. inneholde mindre enn ca. 1,0 vektfo svovel.. with a specific weight of approx. 0.9705 at 15.6°C (l>+.30 API) and contaminated with approx. 3?0% by weight sulphur, 3830, ppm total nitrogen, 85 ppm total metals and approx. 11.0 weight/? asphalts. Another typical production material is a bottom product from a vacuum column and which is derived from a crude oil from the Middle East. This bottom product from a vacuum column has a specific gravity of 1.0291 at 15.6°C (6.0° API),' an average molecular weight of approx. 620 and an ASTM 20.0% volumetric distillation temperature of approx. 557°C and contains approx. ^000 ppm nitrogen, 5.5 wt% sulfur, 100 ppm vanadium and nickel and 6.0 wt% heptane-soluble asphalts. With the present method, such a material can be converted into lower-boiling, under normal conditions liquid hydrocarbon products, and a considerable amount of non-distillable materials is also converted. The product produced by the present method, which is liquid under normal conditions, also has a significantly reduced sulfur content. The product can e.g. contain less than approx. 1.0 wt fo sulphur..

Den hovedsakelige vanskelighet ved behandling av hydrocarbonholdige svartoljer ved kjente fremgangsmåter skyldes'mangelen på en vesentlig grad av svovelstabilitet i katalytiske, sammensatte materialer når tilforselsmateri.alet inneholder store mengder as-faltholdig materiale. Denne vanskelighet er hovedsakelig en fb]go av nødvendigheten av å utfore- fremgangsmåten under kraftige arbeidsbetingelser slik at en omdannelse av ikke-destillerbare materialer, finner sted mens svovelforbindelsene omdannes, til hydrogensulfid og hydrocarboner. Det i tilforselsmaterialet dispergerte asfaltholdige materiale er tilboyelig til å flokkulere og polymerisere, hvorved omdannelsen av dette til mer verdifulle, oljeopploselige produkter praktisk talt utelukkes. Dessuten avsettes de svovelholdige, polymeriserte, asfaltholdige komplekser på det sammensatte, katalytiske materiale under stadig okning av den hastighet hvor-med det sammensatte, katalytiske materiale deaktiviseres. Disse vanskeligheter okes ytterligere i forbindelse med slike tilforselsmaterialer som inneholder hoye metallmengder. Da disse tilforselsmaterialer inneholder metaller i en så hoy mengde som 700 ppm, på-skyndes deaktiviseringshastigheten for katalysatoren i en slik grad at det ikke er okonomisk mulig å gjennomfore behandlingen for fremstilling av laverekokende hydrocarbonprodukter. The main difficulty in treating hydrocarbon-containing black oils by known methods is due to the lack of a significant degree of sulfur stability in catalytic, composite materials when the feed material contains large amounts of asphaltic material. This difficulty is mainly a consequence of the necessity of carrying out the process under vigorous working conditions so that a conversion of non-distillable materials takes place while the sulfur compounds are converted into hydrogen sulphide and hydrocarbons. The bitumen-containing material dispersed in the feed material is prone to flocculation and polymerisation, whereby the conversion of this into more valuable, oil-soluble products is practically excluded. In addition, the sulfur-containing, polymerized, asphaltic-containing complexes are deposited on the composite catalytic material while constantly increasing the rate at which the composite catalytic material is deactivated. These difficulties are further increased in connection with such feed materials which contain high amounts of metal. As these feed materials contain metals in an amount as high as 700 ppm, the deactivation rate for the catalyst is accelerated to such an extent that it is not economically possible to carry out the treatment for the production of lower boiling hydrocarbon products.

Foreliggende fremgangsmåte er basert på den erkjennelse at en aksepterbar avsvovlingsgrad for svartoljer med lavt metallinnhold er mulig ved anvendelse av forholdvis milde arbeidsbetingelser som er gunstige for katalysatorlevetiden uten i vesentlig grad å bevirke polymerisering av asfaltene. Dette oppnåes ved foreliggende fremgangsmåte ved en etterfolgende behandling av de flytende produktavlop fra en reaksjonssone med katalysator i fast lag. Denne ytterligere behandling omfatter som regel separering av avlopet fra den katalytiske reaksjonssone ved i det vesentlige samme trykk som i den katalytiske reaksjonssone for oppnåelse av en i det vesentlige flytende fase hvorav minst en del deretter behandles i en ikke-katalytisk reaksjonssone hvor det gjennomføres en termisk cracking. The present method is based on the recognition that an acceptable degree of desulphurisation for black oils with a low metal content is possible by using relatively mild working conditions which are favorable for the catalyst life without significantly affecting the polymerization of the asphalts. This is achieved by the present method by a subsequent treatment of the liquid product effluents from a reaction zone with catalyst in a solid layer. This further treatment usually comprises separating the effluent from the catalytic reaction zone at essentially the same pressure as in the catalytic reaction zone to obtain a substantially liquid phase, at least a part of which is then treated in a non-catalytic reaction zone where a thermal cracking.

Ved foreliggende fremgangsmåte omdannes og avsvovles derfor et svovelholdig, hydrocarbonholdig tilfSrselsmateriale hvorav minst ca. 10,0 % koker ved en temperatur av ca. 566°C, til laverekokende hydrocarbonprodukter med under ca. 1,0 % svovel, og fremgangsmåten er særpreget ved at tilforselsmaterialet oppvarmes til en temperatur av ca. 260 - ca. 399°C og bringes i kontakt med en sammensatt katalysator i en katalytisk reaksjonssone og omsettes i denne med hydrogen ved et trykk over 68 ato, og det dannede avlop fra reaksjonssonen separeres i en forste vanlig beholder for separering av væske og damp ved i det vesentlige det samme trykk som i den katalytiske reaksjonssone for dannelse av en forste dampfase og en forste flytende fase hvorav den forste dampfase separeres i en annen og kaldere vanlig beholder for separering av væske og damp ved i det vesentlige det samme trykk som i den forste separeringsbeholder under dannelse av en annen dampfase inneholdende hydrogen og en annen, flytende fase, og minst en del av den forste flytende fase crackes i en ikke-katalytisk reaksjonssone hvorfra det dannede avlop innfores i en vanlig destillasjonssone og det fra denne fjernes en tung hydrocarbonstrom som koker i det vesentlige over ca. 3<1>+3°C og som innfores i en vakuumflashsone hvori den tunge hydrocarbonstrom separeres ved et trykk fra underatmosfærisk (vakuum) In the present method, a sulphur-containing, hydrocarbon-containing feed material is therefore converted and desulphurised, of which at least approx. 10.0% boils at a temperature of approx. 566°C, to lower-boiling hydrocarbon products with less than approx. 1.0% sulphur, and the method is distinctive in that the feed material is heated to a temperature of approx. 260 - approx. 399°C and is brought into contact with a composite catalyst in a catalytic reaction zone and is reacted in this with hydrogen at a pressure above 68 ato, and the resulting effluent from the reaction zone is separated in a first conventional container for separating liquid and vapor by substantially the same pressure as in the catalytic reaction zone for the formation of a first vapor phase and a first liquid phase of which the first vapor phase is separated in another and colder conventional container for separating liquid and vapor at substantially the same pressure as in the first separation container under formation of another vapor phase containing hydrogen and another, liquid phase, and at least part of the first liquid phase is cracked in a non-catalytic reaction zone from which the formed effluent is introduced into a normal distillation zone and from this a heavy hydrocarbon stream is removed which boils in the essential over approx. 3<1>+3°C and which is introduced into a vacuum flash zone in which the heavy hydrocarbon stream is separated by a pressure from subatmospheric (vacuum)

til et trykk, av ca. 3>1+ a to under dannelse av en tredje flytende fase som inneholder destillerbare hydrocarboner, og et restkon-sentrat. to a print, of approx. 3>1+ a two while forming a third liquid phase containing distillable hydrocarbons, and a residual concentrate.

Den annen flytende fase innfores også fortrinnsvis i den vanlige destillasjonssone på et sted over det sted hvor avlopet The second liquid phase is also preferably introduced into the common distillation zone at a location above the location where the effluent

fra den ikke-katalytiske reaksjonssone innfores. from the non-catalytic reaction zone is introduced.

Den samlede tilfbrsel til den forste reaksjonssone med katalysator i fast lag og bestående hovedsakelig av nytt tilfor--selsmateriale, en resirkulert del av den forste flytende fase, The total feed to the first reaction zone with catalyst in a solid layer and consisting mainly of new feed material, a recycled part of the first liquid phase,

en resirkulert hydrogenrik dampfase og nodvendig etterfyllings-hydrogen for supplering av det som forbrukes under den samlede pro-sess og for å opprettholde trykket, oppvarmes fortrinnsvis til en temperatur av ca. 3<*>+3 - ca. 399°C. Denne temperatur reguleres innen dette område ved å overvåke temperaturen i avlopsproduktet fra reaksjonssonen. Da hovedomdannelsesreaksjonene er sterkt ekso-terme, fåes det en temperaturstigning etterhvert som tilforselsmaterialet og hydrogenet ledes gjennom katalysatorlaget. I enkelte, tilfeller fåes det en viss temperaturkontroll ved anvendelse av en avkjolingsstrbm. Det oppnåes en okonomisk aksepterbar katalysatorlevealder dersom den hoyeste katalysatortemperatur, som er praktisk talt den samme som produktavlopets, holdes under ca..<1>+27<0>C. I-fblge et annet foretrukket trekk innfores avlopet fra reaksjonssonen i den forste separeringssone med en temperatur av ca. 371 - ca. 1+27°C for at den del av den dannede forste flytende fase, som deretter crackes termisk, skal inneholde ca. 10 - ^0 mol% opplost hydrogen. a recycled hydrogen-rich vapor phase and necessary make-up hydrogen to supplement what is consumed during the overall process and to maintain the pressure, is preferably heated to a temperature of approx. 3<*>+3 - approx. 399°C. This temperature is regulated within this range by monitoring the temperature of the waste product from the reaction zone. As the main conversion reactions are highly exothermic, there is a rise in temperature as the feed material and hydrogen are led through the catalyst layer. In some cases, a certain temperature control is obtained by using a cooling strbm. An economically acceptable catalyst lifetime is achieved if the highest catalyst temperature, which is practically the same as that of the product effluent, is kept below approx.<1>+27<0>C. In accordance with another preferred feature, the effluent from the reaction zone is introduced into the first separation zone at a temperature of approx. 371 - approx. 1+27°C so that the part of the formed first liquid phase, which is then thermally cracked, should contain approx. 10 - ^0 mol% dissolved hydrogen.

Reaksjonssonen kan fortrinnsvis holdes ved et trykk av ca. The reaction zone can preferably be kept at a pressure of approx.

86 - ca. 272 ato. Hydrocarbontilforselsmaterialet kan ledes over den■sammensatte katalysator med en flytende romhastighet pr. time av 0 ,5-ca. 10,0, basert på detnye hydrocarbontilfbrselsmateriale , men ikke medregnet eventuelt resirkulert fortynningsmiddel. Hydrogenkonsentra-sjonen kan være ca. 890- ca. 98OO standard m^ pr. 1000 liter (SCM/KL). Forholdet i den kombinerte tilforsel, beregnet som samlet volum flytende tilforselsmateriale pr. volum nytt hydrocarbontilforsels-materiale, kan være ca. 1,1:1- ca. 3,5:1. 86 - approx. 272 ato. The hydrocarbon feedstock can be passed over the ■composite catalyst at a liquid space velocity per hour of 0.5-approx. 10.0, based on the new hydrocarbon production material, but not including any recycled diluent. The hydrogen concentration can be approx. 890- approx. 98OO standard m^ per 1000 liters (SCM/KL). The ratio in the combined supply, calculated as total volume of liquid supply material per volume of new hydrocarbon supply material, can be approx. 1.1:1 - approx. 3.5:1.

Den i den katalytiske reaksjonssone eller omdannelsessone med fast lag anordnede sammensatte katalysator inneholder en metallisk bestanddel med hydrogeneringsaktivitet idet bestanddelen er kombinert med et egnet ildfast, uorganisk oxydbærermateriale av enten syntetisk eller naturlig opprinnelse. Den noyaktige sammensetning av og fremgangsmåte for fremstilling av bærermaterialet betraktes ikke som vesentlig for oppfinnelsen selv om et siliciumholdig bærermateriale, som 88 vekt% aluminiumoxyd og .12 vekt% silieiumdioxyd, 63 vekt% aluminiumoxyd og 37 vekt% silieiumdioxyd eller 68 vekt% aluminiumoxyd, 10 vekt% silieiumdioxyd og 22 vekt% borfosfat, som regel fore-trekkes. Egnede metalliske bestanddeler med. hydrogeneringsaktivitet er metaller fra gruppene VI-B og VIII i det periodiske system som angitt i"Periodic Table of the Elements", E.H. Sargent* Company, 196'+. De sammensatte katalysatorer kan derfor omfatte ett eller flere metaller bestående av molybden, wolfram, krom, jern, kobolt, nikkel, platina, iridium, osmium, rhodium, ruthenium eller blandinger derav. Konsentrasjonen av den katalytisk aktive metalliske bestanddel eller bestanddeler er hovedsakelig avhengig av det spesielle metall og tilforselsmaterialetsfysikalske og/eller kjemiske egenskaper. Metal-lene fra gruppe VIB er f.eks. som regel tilstede i en mengde av ca. 1- ca. 20 vekt% og jerngruppemetallene i en mengde av ca. 0,2- The composite catalyst arranged in the catalytic reaction zone or conversion zone with a fixed layer contains a metallic component with hydrogenation activity, as the component is combined with a suitable refractory, inorganic oxide carrier material of either synthetic or natural origin. The precise composition of and method for producing the support material is not considered essential for the invention, even if a silicon-containing support material, such as 88% by weight aluminum oxide and .12% by weight silicon dioxide, 63% by weight aluminum oxide and 37% by weight silicon dioxide or 68% by weight aluminum oxide, 10 % by weight silicon dioxide and 22% by weight boron phosphate, as a rule, is preferred. Suitable metallic components with. hydrogenation activity are metals from groups VI-B and VIII in the periodic table as indicated in the "Periodic Table of the Elements", E.H. Sargent* Company, 196'+. The composite catalysts can therefore comprise one or more metals consisting of molybdenum, tungsten, chromium, iron, cobalt, nickel, platinum, iridium, osmium, rhodium, ruthenium or mixtures thereof. The concentration of the catalytically active metallic component or components is mainly dependent on the particular metal and the physical and/or chemical properties of the feed material. The metals from group VIB are e.g. usually present in an amount of approx. 1- approx. 20% by weight and the iron group metals in an amount of approx. 0.2-

ca. 10,0 vekt%, mens edelmetallene fra gruppe VIII fortrinnsvis er tilstede i en mengde av ca. 0,1- ca. 5,0 vekt%, beregnet som om disse bestanddeler forelå i den sammensatte katalysator i metallisk tilstand. about. 10.0% by weight, while the noble metals from group VIII are preferably present in an amount of approx. 0.1- approx. 5.0% by weight, calculated as if these components were present in the composite catalyst in the metallic state.

De folgende definisjoner angies for å lette forståelsen av oppfinnelsen. Uttrykkene "hovedsakelig dampformig" og "hovedsakelig væskeformig" som anvendt heri er ment å beskrive en spesiell strom hvorav hoveddelen av bestanddelene er henholdsvis gassformige eller væskeformige ved vanlige betingelser. På lignende måte er det med uttrykket "et trykk i det vesentlige det samme som" ment å betegne at trykket som opprettholdes i en efterfolgende beholder, er det samme som i den foregående beholder, idet forbehold bare taes for det trykkfall som skyldes strommen av væsker gjennom systemet. Dersom f.eks. den forste katalytiske reaksjonssone holdes på et trykk av ca. 197 ato., vil den forste separeringssone eller varmseparator holdes på ca. 193 ato. Uttrykket "en temperatur i det vesentlige den samme som" er anvendt for å angi at den eneste senkning av temperaturen skriver seg fra det vanlig forekommende tap på grunn av strbm-. men av materiale fra en del av utstyret til en annen, eller på grunn av omdannelsen av fblbar varme til latent varme ved "flashing" hvor et trykkfall forekommer. Den "destillerbare" del av tilforselsmaterialet er ment å omfatte de hydrocarboner som kan destilleres ved en temperatur under ca. 566°C. I praksis blir denne temperatur begrensende for å hindre cracking da tilforselsmaterialet inneholder asfalter. Hva gjelder det under vanlige betingelser flytende produkt hvorfra asfaltresten er blitt fjernet,Qhar imidlertid analyser angitt så hbye sluttkokepunkter som 593-621 C. The following definitions are given to facilitate the understanding of the invention. The terms "mainly vapor" and "mainly liquid" as used herein are intended to describe a particular stream of which the majority of the constituents are respectively gaseous or liquid under normal conditions. In a similar way, the expression "a pressure substantially the same as" is intended to mean that the pressure maintained in a subsequent container is the same as in the preceding container, reservation being made only for the pressure drop due to the flow of liquids through the system. If e.g. the first catalytic reaction zone is kept at a pressure of approx. 197 ato., the first separation zone or hot separator will be kept at approx. 193 ato. The phrase "a temperature substantially the same as" is used to indicate that the only lowering of the temperature is from the normally occurring loss due to strbm-. but of material from one part of the equipment to another, or due to the conversion of fblable heat to latent heat by "flashing" where a pressure drop occurs. The "distillable" part of the feed material is intended to include the hydrocarbons that can be distilled at a temperature below approx. 566°C. In practice, this temperature becomes limiting to prevent cracking as the feed material contains asphalt. As for the liquid product under normal conditions from which the asphalt residue has been removed, analyzes have, however, indicated final boiling points as high as 593-621 C.

Dat samlede produktavlop fra den forste katalytiske reaksjonssone med en hoyeste temperatur av ca. <1>+27°C, fortrinnsvis ca. <t>+13°C, ledes inn i en forste separeringssone som herefter betegnes som "varmseparatoren" . Denne varmseparators hovedfunksjon er.,å skille produktavlopet med blandet fase i en hovedsakelig dampformig fase med hbyt hydrogeninnhold og en hovedsakelig væskeformig fase inneholdende ca. 10- ca. ho mol% opplost hydrogen. Ved en foretrukken utfdrelses-form anvendes det samlede reaksjonsproduktavlbp som varmeutvekslings-middel for å senke dets temperatur til ca. 371- .ca. •+27°C, fortrinnsvis under 399°C. Den hovedsakelig dampformige fase fra varmseparatoren innfores i en annen separeringssone som herefter betegnes som "kaldseparatoren". Denne kaldseparator drives ved i det vesentlige det samme trykk som'varmseparatoren, men ved en betraktelig lavere temperatur, fortrinnsvis av ca. 16- ca. 60°C. I kaldseparatoren konsentreres hydrogenet i en annen hovedsakeligdampformig fase. Denne hydrogenrike dampformige fase inneholdende ca. 80 mol% hydrogen og bare ca. 2,2 mol% propan og tyngre hydrocarboner, omgjbres derefter som en resirkuleringsstrbm som forenes med det nye sortoljetilfbrsels-materiale. Butaner og tyngre hydrocarboner kondenseres i kaldseparatoren og fjernes derfra som en annen hovedsakelig væskeformig fase. The total product effluent from the first catalytic reaction zone with a highest temperature of approx. <1>+27°C, preferably approx. <t>+13°C, is led into a first separation zone which is hereafter referred to as the "hot separator". The main function of this hot separator is to separate the mixed phase product effluent into a mainly vapor phase with a high hydrogen content and a mainly liquid phase containing approx. 10- approx. ho mol% dissolved hydrogen. In a preferred form of production, the total reaction product product is used as a heat exchange medium to lower its temperature to approx. 371- .approx. •+27°C, preferably below 399°C. The mainly vaporous phase from the hot separator is introduced into another separation zone which is hereafter referred to as the "cold separator". This cold separator is operated at essentially the same pressure as the hot separator, but at a considerably lower temperature, preferably of approx. 16- approx. 60°C. In the cold separator, the hydrogen is concentrated in another mainly vapor phase. This hydrogen-rich vapor phase containing approx. 80 mol% hydrogen and only approx. 2.2 mol% propane and heavier hydrocarbons are then recycled as a recycle stream which is combined with the new black oil feedstock. Butanes and heavier hydrocarbons are condensed in the cold separator and removed from there as another mainly liquid phase.

Denne væskeformige fase fra varmseparatoren resirkuleres del-vis og forenes med det nye hydrocarbontilfbreelsmateriale for å for-tynne de tyngre bestanddeler i dette. Mengden av den på denne måte avledede væskeformige fase er slik at forholdet i den kombinerte tilfbrsel til den katalytiske reaksjonssone, beregnet som samlet, volum væskeformig tilfbrsel pr. volum ny væskeformig tilfbrsel, er fortrinnsvis ca. 1,1:1 - ca. 395:1. Den gjenværende del av den hovedsakelig væskeformige fase fra varmseparatoren innfores i en reaksjonssone eller spiral for termisk cracking ved et nedsatt trykk av ca. 13,6 - ca. 3*+ ato, og en temperatur av ca. 371 - ca. 399°C. This liquid phase from the hot separator is partially recycled and combined with the new hydrocarbon source material to dilute the heavier components therein. The quantity of the liquid phase derived in this way is such that the ratio in the combined supply to the catalytic reaction zone, calculated as total, volume of liquid supply per volume of new liquid supply is preferably approx. 1.1:1 - approx. 395:1. The remaining part of the mainly liquid phase from the hot separator is introduced into a reaction zone or spiral for thermal cracking at a reduced pressure of approx. 13.6 - approx. 3*+ ato, and a temperature of approx. 371 - approx. 399°C.

Det termisk crackede produktavlbp innfores i en fraksjoner-ingssone eller en destillasjonskolonne som drives ved slike tempera-turbetingelser og trykk at lette, under vanlige betingelser gassformige hydrocarboner og hydrocarboner innen kokepunktområdet for bensin og med et nominelt sluttkokepunkt av ca. 20h°C fjernes som en toppfraksjon, mellomdestillathydrocarboner med et kokepunkt av ca. 20^ - ca. 3'+3°^ fjernes som en sidef raks jon, og et materiale som koker over 3*+3°C fjernes som en bunnfraksjon. Som angitt heretter i forbindelse med tegningen innfores den hovedsakelig væskeformige fase fra kaldseparatoren også i destillasjonskolonnen og på et sted mellomi det hvorfra midtdestillatet fjernes og det hvor det termisk crackede produktavlbp innfores. Materialet som koker over 3<L>K3°C, innfores i en vakuumflashkolonne son holdes på et absolutt trykk av i ca. 20 - The thermally cracked product alvbp is introduced into a fractionation zone or a distillation column which is operated at such temperature and pressure conditions that light, under normal conditions gaseous hydrocarbons and hydrocarbons within the boiling point range for gasoline and with a nominal final boiling point of approx. 20h°C are removed as an overhead fraction, middle distillate hydrocarbons with a boiling point of approx. 20^ - approx. 3'+3°^ is removed as a side fraction, and a material boiling above 3*+3°C is removed as a bottom fraction. As indicated below in connection with the drawing, the mainly liquid phase from the cold separator is also introduced into the distillation column and at a place between that from which the middle distillate is removed and that where the thermally cracked product albbp is introduced. The material that boils above 3<L>K3°C is introduced into a vacuum flash column and is kept at an absolute pressure of approx. 20 -

ca. 60 mm Hg. Vakuumflashsonen utgjor den tredje separeringssone og about. 60 mm Hg. The vacuum flash zone constitutes the third separation zone and

har som sin hovedfunksjon å konsentrere og utvinne en aofaltrest i det vesentlige fri for destillerbare hydrocarboner. Vakuumgassoljestrbmmer utvinnes som regel fra vakuumflashkolonnen som en adskilt lett vakuumgassolje (LVGO) og en tung vakuumgassolje (HVGO) selv om det også i enkelte tilfeller utvinnes en vakuumgassmellomolje. Ved en foretrukken utfbrelsesform fjernes dessuten en strbm av bærmevoks ("slop-wax") som koker innen et temperaturområde av ca. 527 - ca. 621f'c, fra vakuumf lashkolonnen, og minst en del av denne resirkuleres og forenes med det nye hydrocarbontilfbrselsmateriale. Den resirkulerte, meng-- has as its main function to concentrate and recover an aofal residue essentially free of distillable hydrocarbons. Vacuum gas oil streams are usually recovered from the vacuum flash column as a separated light vacuum gas oil (LVGO) and a heavy vacuum gas oil (HVGO), although in some cases a vacuum gas intermediate oil is also recovered. In a preferred embodiment, a layer of slop-wax that boils within a temperature range of approx. 527 - approx. 621f'c, from the vacuum flash column, and at least a portion of this is recycled and combined with the new hydrocarbon feedstock. The recycled, meng--

de er fortrinnsvis 1-20$ av den samlede mengde av den avtrukkede bærmevoks. Dersom denne resirkulering anvendes, er mengden av denne bærmevoks slik at forholdet i den kombinerte tilfbrsel til den katalytiske væskeformige fase fra varmseparatoren, fortsetter å være they are preferably 1-20$ of the total amount of the extracted rennet wax. If this recycling is used, the amount of this lye wax is such that the ratio of the combined feed to the catalytic liquid phase from the hot separator continues to be

'ca. 1,1:1 - ca. 3»5:1? som angitt senere. Ved en annen utfbrelsesform kan en del av denne bærmevoks og/eller tung vakuumgassolje resirkuleres og forenes med den forste væskeformige fase som innfores i reaksjonssonen for termisk cracking. Den på denne måte resirkulerte mengde er slik at forholdet i den kombinerte tilfbrsel til reaksjonssonen for termisk cracking er over ca. 1,2:1, som regel ikke over ca. <]>+,0:l. 'about. 1.1:1 - approx. 3»5:1? as indicated later. In another embodiment, part of this lye wax and/or heavy vacuum gas oil can be recycled and combined with the first liquid phase that is introduced into the reaction zone for thermal cracking. The quantity recycled in this way is such that the ratio of the combined supply to the reaction zone for thermal cracking is above approx. 1.2:1, usually not more than approx. <]>+,0:l.

En av de storste fordeler ved foreliggende fremgangsmåte er for-lengelsen av den aksepterbare katalysatorlevealder i en katalytisk reaksjonssone med fast lag. Dette skyldes hovedsakelig at en avsvovling til under ca. 1 vekt% oppnåes i den katalytiske reaksjonssone under forholdsvis milde arbeidsbetingelser med det resultat at dannelsen av polymere produkter inneholdende svovel og som ellers dannes på grunn av tilstedeværelsen av hydrocarbonuopploselige asfalter, blir så lav som mulig. De forholdsvis milde arbeidsbetingelser i den katalytiske reaksjonssone med fast lag forer også til en opplosning av hydrogen i den tyngre under vanlige betingelser flytende del av produktavlopet hvorav minst en del anvendes som til-for sel til reaksjonssonen for termisk cracking. Dessuten har vakuumflashkolonnen en vesentlig mindre storrelse på grunn av at frak-sjoneringssonen anvendes for å skille avlopsproduktet fra varmere-aksjonssonen og for å konsentrere det materiale som koker ved en temperatur over ca. 3)+3°C. Dette gir en ytterligere fordel hva gjelder fremgangsmåtens samlede okonomi. Innforingen av den annen hovedsakelig væskeformige fase fra kaldseparatoren inn i destillasjonskolonnen på et sted mellom stedet hvor mellomdestillatene fjernes og innforselsstedet for det termisk crackede produktavlop, sikrer dessuten et minst mulig innhold-av materiale-med et kokepunkt over 3^3°C i bunnstrommen. Da.det hydrocarbonholdige materiale som koker under ca. 3^3°C utvinnes adskilt i destillasjonssonen, er vakuum-flashkolonnens storrelse mindre. One of the greatest advantages of the present method is the extension of the acceptable catalyst lifetime in a fixed bed catalytic reaction zone. This is mainly due to desulphurisation to less than approx. 1% by weight is achieved in the catalytic reaction zone under relatively mild working conditions with the result that the formation of polymeric products containing sulfur and which are otherwise formed due to the presence of hydrocarbon-insoluble asphalts, is as low as possible. The relatively mild working conditions in the catalytic reaction zone with a fixed bed also lead to a dissolution of hydrogen in the heavier under normal conditions liquid part of the product effluent, at least a part of which is used as feed to the reaction zone for thermal cracking. In addition, the vacuum flash column has a significantly smaller size due to the fact that the fractionation zone is used to separate the waste product from the heat reaction zone and to concentrate the material that boils at a temperature above approx. 3) +3°C. This gives a further advantage in terms of the overall economy of the method. The introduction of the second mainly liquid phase from the cold separator into the distillation column at a place between the place where the intermediate distillates are removed and the place of introduction of the thermally cracked product effluent, also ensures the least possible content-of material-with a boiling point above 3^3°C in the bottom stream. Then, the hydrocarbon-containing material that boils below approx. 3^3°C is extracted separately in the distillation zone, the size of the vacuum flash column is smaller.

Tegningen vil beskrives i forbindelse med omdannelse og avsvovling av et vakuumkolonnebunnprodukt avledet fra en råolje med fullt koke-, punktsområde. Vakuumbunnproduktet hadde en egenvekt av 0,988l ved 15,6°C, en gjennomsnittlig molekylvekt av ca. 600 og et ASTM opprinnelig kokepunkt av ca. <1>+60°C hvorav ca. hh volum- var destillerbart ved en temperatur av %6°C, og inneholdt U- 600 ppm. nitrogen, The drawing will be described in connection with the conversion and desulphurisation of a vacuum column bottom product derived from a crude oil with a full boiling point range. The vacuum bottom product had a specific gravity of 0.988l at 15.6°C, an average molecular weight of approx. 600 and an ASTM original boiling point of approx. <1>+60°C of which approx. hh volume- was distillable at a temperature of %6°C, and contained U- 600 ppm. nitrogen,

1,92 vekt% svovel og 105 ppm. vanadium og nikkel og hadde en Conradson-carbonrestfaktor av 12,8 vekt$ og inneholdt ca. 3 A 5 vekt% heptanuopplbselige asfalter. 1.92 wt% sulfur and 105 ppm. vanadium and nickel and had a Conradson carbon residue factor of 12.8 wt$ and contained approx. 3 A 5% by weight heptane-soluble asphalts.

Beskrivelsen vil .dessuten gjelde en enhet av kommersiell storrelse med en kapasitet av ca. 636OOO liter pr. dag'. På tegningen er dette vist ved et .forenklet prosesskjerna hvor detaljer.som ikke er vesentlige for en forståelse av den anvendte teknikk, ér blitt sloyfet. The description will also apply to a unit of commercial size with a capacity of approx. 636OOO liters per day'. In the drawing, this is shown by a simplified process core where details that are not essential for an understanding of the technique used have been glossed over.

Tilforselsmaterialet skulle omdanne til den storst mulige destillerbare mengde hydrocarboner som kan utvinnes ved vanlig destillering og vanlig anvendte fraksjoneringsanlegg. Tilforselsmaterialet ble behandlet i en katalytisk omdannelsessone med fast lag i blanding med ca. 1780 standard m^ hydrogen pr. 1000 liter, basert på nytilfort materiale. Tilforselsmaterialet ble innfort med en innlops-temperatur i katalysatorlaget av ca. 363°C og et innlopstrykk av ca. l80 ato. Den flytende romhastighet pr. time, basert bare på nytilfort materiale, var 0,5 og forholdet i den kombinerte tilfbrsel hva gjelder den samlede væsketilfor sel, var ca. 2,0:1. Ved dette spesielle tilfelle skulle det fremstilles produktstrdmmer av en bensinfraksjon med et sluttkokepunkt av 20h°C, en kerosenfraksjon med et kokepunkt av 20Li--260OC, en mellomdestillatfraksjon med et kokepunkt av 260-3<1>+3OC og en gassoljestrom med et opprinnelig kokepunkt av ca. 3<+>3 oC og inneholdende alle gjenværende, destillerbare hydrocarboner i produktavlopet. The feed material was to be converted into the largest possible distillable quantity of hydrocarbons that can be recovered by ordinary distillation and commonly used fractionation facilities. The feed material was treated in a catalytic conversion zone with a solid layer in a mixture with approx. 1780 standard m^ hydrogen per 1000 litres, based on newly added material. The feed material was introduced with an inlet temperature in the catalyst layer of approx. 363°C and an inlet pressure of approx. l80 ato. The floating space velocity per hour, based only on newly added material, was 0.5 and the ratio in the combined supply in terms of the overall liquid supply was approx. 2.0:1. In this particular case, product streams of a gasoline fraction with a final boiling point of 20h°C, a kerosene fraction with a boiling point of 20Li--260OC, a middle distillate fraction with a boiling point of 260-3<1>+3OC and a gas oil stream with an initial boiling point of approx. 3<+>3 oC and containing all remaining distillable hydrocarbons in the product effluent.

Tilf or selsmaterialet i en mengde av ca-. 572000 liter pr. dag The supply material in a quantity of approx. 572,000 liters per day

ble innfort i prosessen gjennom ledningen 1. Tilforselsmaterialet. ble blandet med ca. 2,0 volum- av en resirkulert "slop-wax" frak-, sjon fra ledningen 2, 572000 liter pr. dag av en flytende strbm i ledningen 3 fra en varmseparator og en resirkulert hydrogenrik, gassformig strom i ledningen k med ca. 1780 SCM/KL hydrogen. Blandingen ble gjennom ledningen 1 fort inn i kjelen 6. Det er ikke vist på tegningen hvordan den samlede tilforselsmengde til kjelen 6 forst ble oppvarmet til en temperatur av ca. 335°C ved vanlig varmeutveksling med forskjellige varme avlopsstrdmmer. I kjelen 6 ble tilfbrselsblandingens temperatur bket til 3o3°C, og den opp-varmede blanding ble fort gjennom ledningen 7 inn i den katalytiske reaktor 8 med fast lag. was introduced into the process through line 1. The supply material. was mixed with approx. 2.0 volume of a recycled "slop-wax" fraction from line 2, 572,000 liters per day of a liquid stream in line 3 from a hot separator and a recycled hydrogen-rich, gaseous stream in line k with approx. 1780 SCM/KL hydrogen. The mixture quickly entered the boiler 6 through line 1. It is not shown in the drawing how the total supply quantity to the boiler 6 was first heated to a temperature of approx. 335°C in normal heat exchange with different hot waste streams. In the boiler 6, the temperature of the feed mixture was raised to 3o3°C, and the heated mixture quickly passed through the line 7 into the fixed-bed catalytic reactor 8.

Avlbpsproduktet med blandet fase fra reaktoren i ledningen 9 hadde en temperatur av <1>+19°C. Avlopet ble anvendt som varmeutveks-lingsmiddel for å senke dets temperatur til 399°C for det kom inn i varmseparatoren 10 med et trykk av ca. 177 ato. En hovedsakelig dampformig fase ble fjernet fra varmseparatoren 10 gjennom ledningen 11 og ble efter avkjbling på vanlig måte innfort i kaldseparatoren The mixed-phase waste product from the reactor in line 9 had a temperature of <1>+19°C. The effluent was used as a heat exchange agent to lower its temperature to 399°C before it entered the heat separator 10 with a pressure of approx. 177 ato. A mainly vaporous phase was removed from the hot separator 10 through line 11 and, after de-coupling, was introduced into the cold separator in the usual way

12 med en temperatur av ca. 38°C og et trykk av 173 ato. En hovedsakelig væskeformig fase ble fjernet fra separatoren 10 gjennom ledningen 15, og en del derav (572000 liter pr. dag) ble avledet gjennom ledningen 3 og forenet med nytt tilfbrselsmateriale i ledningen 1 og den resirkulerte "slop-wax" i en mengde av IdhO liter pr. dag fra ledningen 2. Resten fortsatte gjennom ledningen 5 inn i varmereaksjonsspiralen 16 med et trykk av ca. 19,5 ato. og en temperatur av ca. 399°C. En hydrogenrik gassform.ig fase ble fjernet fra kaldseparatoren 12 gjennom ledningen h ved å anvende en kom-primeringsanordning som ikke er vist. Efter at efterfyllingshydrogen var innfort gjennom ledningen 5, fortsatte blandingen gjennom ledningen h og ble forenet med den væskeformige tilforselsblanding i ledningen 1. En væskeformig fase fra kaldseparatoren 12 ble innfort i destillasjonskolonnen lh gjennom ledningen 13. 12 with a temperature of approx. 38°C and a pressure of 173 ato. A mainly liquid phase was removed from the separator 10 through line 15, and part of it (572,000 liters per day) was diverted through line 3 and combined with new feed material in line 1 and the recycled "slop-wax" in an amount of IdhO liters per day from line 2. The rest continued through line 5 into the heat reaction spiral 16 with a pressure of approx. 19.5 ato. and a temperature of approx. 399°C. A hydrogen-rich gaseous phase was removed from the cold separator 12 through line h using a compression device not shown. After make-up hydrogen was introduced through line 5, the mixture continued through line h and was combined with the liquid feed mixture in line 1. A liquid phase from the cold separator 12 was introduced into the distillation column lh through line 13.

I tabellene I og II er analysene gjengitt for bestanddelene i strommene fra separeringene i varmseparatoren 10 og kaldseparatoren 12. De angitte analyser i mol% har ikke tatt i betraktning de forskjellige resirkuleringsstrdmmer ogA-ller avkjolingsstrommer. Analysene for den hovedsakelig dampformige fase i ledningen 11 og den væskeformige fase i ledningen 15 er angitt i tabell I. In tables I and II, the analyzes are given for the constituents in the streams from the separations in the hot separator 10 and the cold separator 12. The stated analyzes in mol% have not taken into account the different recycling streams and A-all cooling streams. The analyzes for the mainly vapor phase in line 11 and the liquid phase in line 15 are set out in Table I.

Tilnærmede analyser for den væskeformige fase i ledningen 13 og den dampformige fase i ledningen k- er gjengitt i tabell II. Approximate analyzes for the liquid phase in line 13 and the vapor phase in line k- are reproduced in table II.

Den hovedsakelig væskeformige fase fra kaldseparatoren 12 ble innfort i fraksjoneringskolonnen lk- gjennom ledningen 13 på et sted over det hvor det termisk crackede produktavlbp ble innfort gjennom ledningen 17. Det termisk crackede avlbp hadde et trykk av ca. The mainly liquid phase from the cold separator 12 was introduced into the fractionation column 1k- through line 13 at a location above where the thermally cracked product avlbp was introduced through line 17. The thermally cracked avlbp had a pressure of approx.

3,9 ato. og en .temperatur av Lt-99°C. Disse betingelser kan forandres på samme måte som temperaturen og trykket i væsken fra kaldseparatoren i ledningen 13 i den grad som er nbdvendig for å avpasses efter de betingelser som anvendes i cestillasjonskolonnen for å oppnå de bnskede produktfraks.joner. Ved den viste utf brelsesform som er et vanlig bnsket system, virker fraksjoneringskolonnen lh til at det fåes en toppfraksjon bestående av en mindre mengde av under vanlige betingelser gassformige bestanddeler og de under vanlige betingelser væskeformige hydrocarboner som koker innen kokepunktsområdet for bensin, d.v.s. under ca. 20Lt-°C, og som er vist avtrukket gjennom ledningen 18. En kerosenfraksjon med et kokepunkt av 20^-260°C og en mellomdestillatfraksjon med et kokepunkt av ca. 260- ca. 3<1>+3<0>C er- vist avtrukket-gjennom hhv. ledningene 19 og 20. Det bor be-merkes at dat sted hvor mellomdestillatfraksjonen avtrekkes, er over det sted hvor væsken fra kaldseparatoren innfores. Da det hbyeste sluttkokepunkt for de bnskede produktstrbmmer fra fraksjoneringskolonnen er 3Lt-3°C, opprettholdes det i fraks joneringskolonnen betingelser som gir den stbrst mulige konsentrasjon av materiale med et kokepunkt over 3^3°C og som fjernes gjenAom ledningen 21. Det termisk crackede produktavlbp i ledningen 17 bråkjbles derfor til en temperatur av ca. k27°C. 3.9 ato. and a .temperature of Lt-99°C. These conditions can be changed in the same way as the temperature and pressure in the liquid from the cold separator in line 13 to the extent necessary to match the conditions used in the cestillation column to obtain the desired product fractions. In the embodiment shown, which is a conventional fuel system, the fractionation column lh works to obtain a top fraction consisting of a smaller amount of under normal conditions gaseous constituents and the under normal conditions liquid hydrocarbons which boil within the boiling point range for gasoline, i.e. under approx. 20Lt-°C, and which is shown drawn off through line 18. A kerosene fraction with a boiling point of 20^-260°C and a middle distillate fraction with a boiling point of approx. 260- approx. 3<1>+3<0>C is shown subtracted through respectively. lines 19 and 20. It should be noted that the place where the middle distillate fraction is withdrawn is above the place where the liquid from the cold separator is introduced. As the highest final boiling point for the desired product streams from the fractionation column is 3Lt-3°C, conditions are maintained in the fractionation column which give the highest possible concentration of material with a boiling point above 3^3°C and which is removed again through line 21. The thermally cracked product avlbp in line 17 is therefore brought to a temperature of approx. k27°C.

Det tyngre materiale med en temperatur av ca. <1>+27°C ble innfort The heavier material with a temperature of approx. <1>+27°C was introduced

i en vakuumflashsone 22 som ble drevet ved et absolutt trykk av ca. 30 mm Hg. Det ble i vakuumflashkolonnen konsentrert en rest-fraksjon som ble avtrukket gjennom ledningen 25 og som kan blandes med den tunge gassoljefraksjon med et kokepunkt av U- Jh- ca. 527°C in a vacuum flash zone 22 which was operated at an absolute pressure of approx. 30 mm Hg. A residual fraction was concentrated in the vacuum flash column, which was withdrawn through line 25 and which can be mixed with the heavy gas oil fraction with a boiling point of U-Jh- approx. 527°C

i ledningen 2h og i det minste en del av "slop-wax"-fraksjonen med et kokepunkt av 527-62l°C og som ikke resirkuleres gjennom ledningen 2. Denne blanding av "slop-wax'^ rest og tung vakuumgassol je er velegnet som brenselolje da dens svovelinnhold ligger godt innen-for den vanlige spesifikasjon av 1,0 vekt%. En lett vakuumgassolje ble fjernet fra vakuumflashsonen 22 gjennom ledningen 23. Den forholdsvis lave mengde hydrocarbonholdig materiale med et kokepunkt under 3<I>+3°C ble fjernet fra vakuumf lashkolonnen gjennom vanlige munnstykker som ikke er vist på tegningen. in line 2h and at least part of the "slop-wax" fraction with a boiling point of 527-62l°C and which is not recycled through line 2. This mixture of "slop-wax"^ residue and heavy vacuum gas oil is well suited as fuel oil as its sulfur content is well within the usual specification of 1.0% by weight. A light vacuum gas oil was removed from the vacuum flash zone 22 through line 23. The relatively low amount of hydrocarbon-containing material with a boiling point below 3<I>+3°C was removed from the vacuum flash column through conventional nozzles not shown in the drawing.

De samlede produktutbytter og fordelingen er gjengitt i den fblgende tabell: The total product yields and the distribution are shown in the following table:

Det er av ytterligere interesse at Cr;-20l+oC fraksjonen hadde en egenvekt av 0,79^1 ved 15,6°C og et svovelinnhold av under 0,1 vekt%. 20Lt-°C-260°C fraksjonen hadde et svovelinnhold av 0,2 vekt$ og en egenvekt av 0,852"+ ved 15,6°C. 260°C-3<l>+3<O>C fraksjonen hadde en egenvekt av ca. 0,8783 ved 15,6°C og inneholdt ca. 0,2 % svovel. Delen med et kokepunkt over 31+30C hadde et svovelinnhold av 0,25 vektfo og en egenvekt av 0,9^02 ved 15,6°C. It is of further interest that the Cr;-20l+oC fraction had a specific gravity of 0.79^1 at 15.6°C and a sulfur content of less than 0.1% by weight. The 20Lt-°C-260°C fraction had a sulfur content of 0.2 wt$ and a specific gravity of 0.852"+ at 15.6°C. The 260°C-3<l>+3<O>C fraction had a specific gravity of about 0.8783 at 15.6°C and contained about 0.2% sulfur The portion boiling above 31+3°C had a sulfur content of 0.25 wt.fo and a specific gravity of 0.9^02 at 15, 6°C.

Av de pr. dag tilforte 572000 liter nytt materiale var 86,9 volum-av det samlede C^-plussprodukt destillerbart, eller ^97068 liter pr. dag. Ved blanding av resten på 18,61 volum- med den tunge vakuumgassolje under dannelse av en brenselolje ble det samlede utbytte av anvendbare under vanlige betingelser væskeformige produkter.ca. 60^500 liter pr. dag. Det er bemerkelsesverdig at ved gjennomforing av fremgangsmåten i overensstemmelse med det viste prosesskjema ble dette oppnådd ved et forbruk av hydrogen av bare ca. 156 SCM/KL nytilfort materiale, eller ca. 1,31 vekt%. Of those per day added 572,000 liters of new material, 86.9 volume of the total C^-plus product was distillable, or ^97,068 liters per day. By mixing the remainder of 18.61 volumes with the heavy vacuum gas oil to form a fuel oil, the overall yield of usable under normal conditions liquid products was approx. 60^500 liters per day. It is noteworthy that when carrying out the method in accordance with the process diagram shown, this was achieved with a consumption of hydrogen of only approx. 156 SCM/KL newly added material, or approx. 1.31% by weight.

Claims

1. Procedure for conversion and desulphurisation of a sulphur-containing, hydrocarbon-containing feed material of which at least approx. 10% boils at a temperature above approx. 566°C, to lower-boiling hydrocarbon products ^with below approx. 1.0% sulphur, characterized in that the feed material is heated to a temperature of approx. 260 approx. 399°C and is brought into contact with a compound catalyst in a catalytic reaction zone and is reacted in this with hydrogen at a pressure above 68 ato, and the resulting effluent from the reaction zone is separated in a first ordinary container for separating liquid and vapor by in the essentially the same pressure as in the catalytic reaction zone for the formation of a first vapor phase and a first liquid phase, of which the first vapor phase is separated in another and colder conventional container for separating liquid and vapor at essentially the same pressure as in the first separation container during the formation of another vapor phase containing hydrogen and another liquid phase, and at least part of the first liquid phase is cracked in a non-catalytic reaction zone from which the formed effluent is introduced into a normal distillation zone and from this a heavy hydrocarbon stream is removed which boils in the essential over approx. 3^3°C and which is introduced into a vacuum flash zone in which the heavy hydrocarbon stream is separated at a pressure from subatmospheric (vacuum) to a pressure of approx. 3,<*>+ ato while forming a third liquid phase containing distillable hydrocarbons, and a residual concentrate.

2. Method according to claim 1, characterized in that the second liquid phase is introduced into the normal distillation zone at a place above the place where the effluent from the non-catalytic reaction zone is introduced.

3- Method according to claim 1 or 2, characterized in that at least part of the second vapor phase is recycled and combined with the feed material. h.

Method according to claim 1-3> characterized in that part of the first liquid phase is recycled and combined with the supply material in an amount so that a combined liquid supply to the catalytic reaction zone is obtained with a ratio of 1.1:1 - approx. 3.5:1-

5. Method according to claim 1-^t-, characterized in that a hydrocarbon fraction with a final boiling point of approx. 3<1>+3°C is subtracted from the normal distillation zone at a point above the point where the second liquid phase is introduced.

6. Method according to claims 1-5? characterized in that the reaction in the catalytic reaction zone is carried out at a pressure of approx. 68 - approx. 272 ato.

7. Method according to claim 1-6, characterized in that the feed material is heated to a temperature of approx. 371 - approx. h27°C.

8. Method according to claim 1-7? characterized in that at least part of the third liquid phase is recycled and combined with the feed material.

9. Method according to claims 1-8, characterized in that part of the third liquid phase is recycled and combined with a first liquid phase to form a combined feed material to the non-catalytic reaction zone with a ratio of over approx. 1.2:1.