NO126920B

NO126920B -

Info

Publication number: NO126920B
Application number: NO04256/69A
Authority: NO
Inventors: Frank Stolfa; Laurence Oliver Stine
Original assignee: Universal Oil Prod Co
Priority date: 1968-10-28
Filing date: 1969-10-28
Publication date: 1973-04-09
Also published as: DK133437C; GB1276877A; FR2021706A1; AT303942B; OA03158A; CS166717B2; SE366557B; FR2021706B1; JPS494281B1; DE1954003A1; BR6913724D0; ES372922A1; NL6916219A; DK133437B

Description

Fremgangsmåte ved omdannelse og avsvovling av olje. Procedure for conversion and desulphurisation of oil.

Foreliggende fremgangsmåte angår omdannelse og avsvovling av petroleumråoljerester med et forholdsvis lavt innhold av metaller, The present method concerns the conversion and desulphurisation of petroleum crude oil residues with a relatively low content of metals,

f.eks. med et samlet metallinnhold av under ca. 150 deler pr. e.g. with a total metal content of less than approx. 150 parts per

million (ppra), og mer spesielt en kombinert fremgangsmåte for om- million (ppra), and more particularly a combined procedure for re-

dannelse og reduksjon av svovelkonsentrasjonen i hydrocarbonholdige tilfdrselsmaterialer som i alminnelighet betegnes- som "sortoljer". formation and reduction of the sulfur concentration in hydrocarbon-containing feed materials which are generally referred to as "black oils".

Petroleumråoljer, og spesielt de tunge rester som ekstraheres Petroleum crude oils, and especially the heavy residues that are extracted

fra tjæresand, toppdestillerteeller reduserte råoljer og vakuum- from tar sands, top distillates or reduced crude oils and vacuum

rester, inneholder svovelholdige og nitrogenholdige forbindelser med hdy molekylvekt, asfaltholdig materiale som er uoppløselig i lette hydrocarboner, som pentan og/eller heptan,og organometaltkdmplekser med hoy molekylvekt. Metallkompleksene inneholder nikkel og vanadium som de hovedsakelige metalliske bestanddeler. Forskjellige sortoljer residues, contain sulfur-containing and nitrogen-containing compounds of high molecular weight, asphaltic material which is insoluble in light hydrocarbons, such as pentane and/or heptane, and organometallic complexes of high molecular weight. The metal complexes contain nickel and vanadium as the main metallic constituents. Various black oils

klassifiseres som (1) "hoymetall"-rester eller (2) "lavmetall"-rester. Oppfinnelsen angår hovedsakelig behandling av slike sortoljer med et lavt metallinnhold av under ca. 150 ppm, beregnet som metall. Som sortolje betegnes i alminnelighet et tungt hydrocarbonholdig materiale hvorav over ca. 10 volum- koker over en temperatur av 566°C. Denne prosentuelle mengde betegnes som den "ikke-destillerbare" del av tilforselsmaterialet. Et slikt materiale har som regel en egenvekt av over ca. 0,93^0 ved 15,6°C og en svovelkonsentrasjon av over ca. 2 vekt%. Conradson-carbonrestfaktorer er stdrre enn 1 vekt$, og en stor andel av sortoljer angir en Conradson-carbonrestf aktor av ca. 10- ca. 20. are classified as (1) "high metal" residues or (2) "low metal" residues. The invention mainly relates to the treatment of such black oils with a low metal content of less than approx. 150 ppm, calculated as metal. Black oil is generally defined as a heavy hydrocarbon-containing material of which over approx. 10 volume boils above a temperature of 566°C. This percentage amount is referred to as the "non-distillable" portion of the feed material. Such a material usually has a specific gravity of over approx. 0.93^0 at 15.6°C and a sulfur concentration of over approx. 2% by weight. Conradson carbon residue factors are greater than 1 by weight, and a large proportion of black oils indicate a Conradson carbon residue factor of approx. 10- approx. 20.

En sortolje som er typisk for de oljer som med fordel kan avsvovles ved foreliggende fremgangsmåte, er et fra en destillasjons-kolonne f jerne"t bunnråprodukt med én egenvekt av. ca. U",9?t>5 ved 15,6°C (1<1>+,3<0>API), og forurenset av ca. 3 vekt% svovel, 3830 ppm samlet nitrogen, 85 ppm metaller og ca. 11 vekt% asfalter. Ved foreliggende fremgangsmåte kan et slikt materiale omdannes med maksimale utbytter til avsvovlede, laverekokende, under vanlige betingelser flytende hydrocarbonprodukter, og ved fremgangsmåten kan dessuten en betraktelig mengde av den ikke-destillerbare fraksjon av tilforselsmaterialet omdannes til destillerbare hydrocarboner. Dessuten får det under vanlige betingelser flytende produkt fra den samlede prosess et nedsatt svovelinnhold. Produktet kan inneholde mindre enn f.eks. ca. 1 vekt/? svovel. A black oil that is typical of the oils that can be advantageously desulfurized by the present method is a crude bottom product removed from a distillation column with a specific gravity of approx. U",9?t>5 at 15.6°C (1<1>+,3<0>API), and contaminated by approx. 3% by weight sulphur, 3830 ppm total nitrogen, 85 ppm metals and approx. 11% by weight asphalt. With the present method, such material can be converted with maximum yields into desulphurised, lower-boiling, under normal conditions liquid hydrocarbon products, and with the method, moreover, a considerable amount of the non-distillable fraction of the feed material can be converted into distillable hydrocarbons. In addition, under normal conditions, the liquid product from the overall process has a reduced sulfur content. The product may contain less than e.g. about. 1 weight/? sulphur.

Den stor ste vanskelighet som er forbundet med behandling av hydrocarbonholdige sortoljer ved kjente fremgangsmåter, beror på den manglende svovelstabilitet til forskjellige sammensatte katalysatorer når tilforselsmaterialet Inneholder store mengder asfaltmateriale og organometalliske forurensninger. Denne vanskelighet skyldes nddvendigheten av å utfore fremgangsmåten ved så kraftige arbeidsbetingelser at det finner sted en omdannelse av ikke-destillerbare fraksjoner samtidig med omdannelsen av svovelholdige forbindelser til hydrogensulfid og hydrocarboner. Asfaltmaterialet som i alminnelighet er dispergert i tilforselsmaterialet, er tilboyelig til å flokkulere og/eller polymeriseré, hvorved omdannelsen av dette til' oljeoppldselige produkter praktisk talt utelukkes. Dessuten av-settes de svovelholdige, polymeriserte asfaltholdige komplekser som også inneholder metalliske forurensninger, på den sammensatte katalysator og. oker deaktiveringshastigheten for katalysatoren. The greatest difficulty associated with the treatment of hydrocarbon-containing black oils by known methods is due to the lack of sulfur stability of various compound catalysts when the feed material contains large amounts of asphalt material and organometallic contaminants. This difficulty is due to the necessity of carrying out the method under such strong working conditions that a conversion of non-distillable fractions takes place simultaneously with the conversion of sulphur-containing compounds into hydrogen sulphide and hydrocarbons. The asphalt material, which is generally dispersed in the feed material, is prone to flocculation and/or polymerisation, whereby the conversion of this into oil-soluble products is practically excluded. In addition, the sulphur-containing, polymerized asphalt-containing complexes, which also contain metallic impurities, are deposited on the composite catalyst and. increases the deactivation rate of the catalyst.

Disse vanskeligheter forsterkes ytterligere ved behandling av tilfor selsmaterialer som inneholder store metallmengder. These difficulties are further amplified when processing feed materials that contain large amounts of metal.

En aksepterbar avsvovlingsgrad og andre hydrogeneringsreak-sjoner av sortolje med lavt metallinnhold er mulig ved forholdsvis milde arbeidsbetingelser som fremmer katalysatorens levealder mens polymeriseringen av asfaltene hindres. Dette' oppnås ved foreliggende fremgangsmåte ved en efter fdlgende behandling av det flytende produktavldp fra den katalytiske reaksjonssone med fast lag. Som senere mer detaljert angitt innfores produktavlopet fra den katalytiske reaksjonssone, uten mellomliggende skilling, i den ikke-katalytiske reaksjonssone eller spiral for termisk kracking ved i det vesentlige de samme temperatur- og trykkbetingelser. An acceptable degree of desulphurisation and other hydrogenation reactions of black oil with a low metal content is possible with relatively mild working conditions which promote the lifetime of the catalyst while the polymerization of the asphalts is prevented. This is achieved in the present method by a subsequent treatment of the liquid product effluent from the catalytic reaction zone with a solid layer. As indicated later in more detail, the product effluent from the catalytic reaction zone is introduced, without intermediate separation, into the non-catalytic reaction zone or spiral for thermal cracking at essentially the same temperature and pressure conditions.

Det taes derfor ved oppfinnelsen sikte på å omdanne tunge, hydrocarbontilfdrselsmaterialer hvorav minst ca. 10 volum- koker ved en temperatur over ca. 566°C, til laverekokende, destillerbare hydrocarboner med en svovelkonsentrasjon av under ca. 1 vekt%. Det taes dessuten ved oppfinnelsen sikte på å fremstille mellomdestil-later og brenseloljer som tilfredsstiller de gjeldende spesifika-sjoner for svovelkonsentrasjonen. The invention therefore aims to convert heavy, hydrocarbon supply materials of which at least approx. 10 volume boil at a temperature above approx. 566°C, to lower-boiling, distillable hydrocarbons with a sulfur concentration of less than approx. 1% by weight. The invention also aims to produce middle distillates and fuel oils which satisfy the current specifications for the sulfur concentration.

Ved foreliggende fremgangsmåte omdannes og avsvovles derfor et svovelholdig, hydrocarbonholdig sortoljetilfdrselsmateriale, hvorav minst 10 vekt% koker over 566°C, til laverekokende hydrocarbonprodukter med minsket svovelkonsentrasjon av ca. 1,0 vekt%, og fremgangsmåten er sæppreget 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, hvorfra det dannede avldp innfores i en ikke-katalytisk varmereaksjonssone ved i det vesentlige samme temperatur og trykk og krackes i denne, og det dannede avlop fra varmereaksjonen separeres i en vanlig beholder for separering av damp og væske og som holdes på i det vesentlige samme temperatur og trykk, for fremstilling av en hydrogenholdig dampfase og en under vanlige betingelser hovedsakelig væskeformig fase inneholdende laverekokende hydrocarbonprodukter med minsket svovelkonsentrasjon. In the present method, a sulphurous, hydrocarbon-containing black oil feed material, of which at least 10% by weight boils above 566°C, is therefore converted and desulphurised into lower-boiling hydrocarbon products with a reduced sulfur concentration of approx. 1.0% by weight, and the method is soapy 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 reacted in this with hydrogen at a pressure above 68 ato, from which the formed avldp is introduced into a non-catalytic heat reaction zone at essentially the same temperature and pressure and cracked in this, and the formed effluent from the heat reaction is separated in a conventional container for separating steam and liquid and which is kept at essentially the same temperature and pressure, to produce a hydrogen-containing vapor phase and an under normal conditions mainly liquid phase containing lower-boiling hydrocarbon products with reduced sulfur concentration.

Den samlede tilforsel til den fdrste katalytiske reaksjonssone med fast lag" og bestående av nytt tilfdrselsmateriale, en resirkulert del av den flytende fase, en resirkulert hydrogenrik dampfase og det nodvendige efterfyllingshydrogen for å erstatte det som for-brukes under prosessen og for å opprettholde trykket, oppvarmes fortrinnsvis til en temperatur av ca. 3^+3 - ca. 399°C. Den onskede temperatur for hvert tilfelle reguleres innen det ovennevnte område ved å overvåke temperaturen i produktavldpet fra reaksjonssonen. The total feed to the first fixed-bed catalytic reaction zone" and consisting of new feed material, a recycled part of the liquid phase, a recycled hydrogen-rich vapor phase and the necessary make-up hydrogen to replace what is consumed during the process and to maintain the pressure, is preferably heated to a temperature of about 3^+3 - about 399° C. The desired temperature for each case is regulated within the above-mentioned range by monitoring the temperature of the product vapor from the reaction zone.

Da de hovedsakelige omdannelsesreaksjoner er sterkt eksoterme, stiger temperaturen efter hvert som tilforselsmaterialet og' hydrogenet strdmmer gjennom katalysatorlaget. Det oppnåes en dkonomisk aksepterbar katalysatorlevealder dersom den hdyeste katalysator-temperatur, som er praktisk talt den samme som for produktavldpet fra reaksjonssonen, holdes under ca. 1+27°C. En viss temperatur-kontroll i katalysatorlaget fåes 'ved å anvende flytende og/eller gassformig, d.v.s. hydrogen, avkjdlingsstrdmmer som kan innfores på mellomliggende steder i reaksjonssonen. Ved en annen utfdrelsesform resirkuleres i det minste en del av den'under -vanlige betingelser flytende fase som er' skilt fra avldpet fra varmespiralen, og forenes med sortoljetilfdrselsmaterialet slik at det fåes et kombinert flytende tilfor selsmateriale med et forhold av ca. 1,1:1 - ca.' 3,5:1 til den.katalytiske reaksjonssone med fast lag. Ved en annen ut-fdrelsesform resirkuleres ,en annen .del av denne .flyt ende. fase og forenes med avldpet fra den katalytiske reaksjonssone slik at det fåes et kombinert flytende tilforselsmateriale med et forhold av ca. 1,2:1 - ca. ^,0:1 til varmereaksjonsspiralen. As the main conversion reactions are highly exothermic, the temperature rises as the feed material and the hydrogen flow through the catalyst layer. An economically acceptable catalyst lifetime is achieved if the highest catalyst temperature, which is practically the same as for the product exhaust from the reaction zone, is kept below approx. 1+27°C. A certain temperature control in the catalyst layer is achieved by using liquid and/or gaseous, i.e. hydrogen, cooling streams that can be introduced at intermediate locations in the reaction zone. In another form of supply, at least part of the 'under normal conditions' liquid phase which is separated from the effluent from the heating coil is recycled, and combined with the black oil supply material so that a combined liquid supply material is obtained with a ratio of approx. 1.1:1 - approx.' 3.5:1 to the fixed bed catalytic reaction zone. In another form of delivery, another part of this flow is recycled. phase and is combined with the effluent from the catalytic reaction zone so that a combined liquid feed material is obtained with a ratio of approx. 1.2:1 - approx. ^,0:1 to the heat reaction coil.

Ved foreliggende fremgangsmåte avsvovles derefter sortoljen katalytisk og hydrogeneres og omdannes i det minste delvis ved forholdsvis milde hydrogerieringsbetingelser som fremmer en dket- katalysatorlevealder. Det katalytisk omdannede produktavldp som er sterkt avsvovlet og hydrogenert, innfores i den ikke-katalytiske reaksjonssone for hydro-termisk cracking. Tilstedeværelsen av store mengder hydrogen med i det vesentlige samme trykk som det katalytisk omdannede produktavldp gjor det mulig å gjennomfdre en sterkest mulig hydro-termisk cracking med lavest mulig dannelse av koks og andre tunge carbonholdige rester. Koks dannelsen kan ifdlge en foretrukken utfdrelsesform hindres ytterligere ved å anvende et resirkulert fortynningsmiddel som skriver seg fra en kilde som vil bli nærmere angitt. In the present process, the black oil is then catalytically desulphurised and hydrogenated and converted at least partially under relatively mild hydrogenation conditions which promote a long catalyst life. The catalytically converted product avldp, which is highly desulphurised and hydrogenated, is introduced into the non-catalytic reaction zone for hydrothermal cracking. The presence of large amounts of hydrogen at essentially the same pressure as the catalytically converted product yield makes it possible to carry out the strongest possible hydrothermal cracking with the lowest possible formation of coke and other heavy carbonaceous residues. The formation of coke can, according to a preferred form of production, be further prevented by using a recycled diluent which is obtained from a source which will be specified in more detail.

Den katalytiske reaksjonssone kan fortrinnsvis holdes ved et t r ykk av. ■ o a,. , :6&..-,-7, - Z^^ n %i y ' f& QP& iP QÆt%tefriøJr Sie ismait érrteletiskan' ole deis" X over den „samjnen^sajfeit e,^tual-^a1ioi^ujHedj ;eji •^^■^drej.rteo.M^iM^p^^.iJ no time avj !ca;.,|.pr,-3; ^-,ca., ^0 4;Q1):b^^ dert>rji^ei!:^o:E;t,ol:gErt±iit£oii'siela-iV'j".Oiied mater^a^Le^ ,pen; jikjke vine4^-e.^e^£evvjqijiføgililg r^i^kiu?le.<r.t^ikynleiad'e: nflor-t f-ioa tynnin§,s|^4de.l..;. a$ y^^$ r^ pjisp^ ?j3L$$Qftftn ii Æeak.srjonssoneniickkn . v& ff& j' ?. X2 ca. 890,,-, ca. 8.900 .standard rr,?; pr:.,- IQ.0.0 l^ T. sfåfWfflfrtfJ EovhcMåetiJjei i det komhin:ertp,,.£lytjendej-.tii^^rseJLjs^at.eir,ft.a^>i. b.esiemfør.somjrsamli&ti,• *■ ••• volum..ayn ,£ly tend_e., ,tilcfror^.elsmajb,er,iaf.ejfpr .:, •.y!Q-tøWji.in!Jfit-te soii-tnljje^e j emms<g >material-, ,.e^ iovi*;ji?. 3fl.ciiJisn.Lsii.fJ The catalytic reaction zone can preferably be held by a pressure. ■ o a,. , :6&..-,-7, - Z^^ n %i y ' f& QP& iP QÆt%tefriøJr Sie ismait érrteletiskan' ole deis" X over that „samjnen^sajfeit e,^tual-^a1ioi^ujHedj ;eji • ^^■^drej.rteo.M^iM^p^^.iJ no time avj !ca;.,|.pr,-3; ^-,ca., ^0 4;Q1):b^^ dert> rji^ei!:^o:E;t,ol:gErt±iit£oii'siela-iV'j".Oiied mater^a^Le^ ,pretty; jikjke vine4^-e.^e^£evvjqijiføgililg r^i^kiu?le.<r.t^ikynleiad'e: nflor-t f-ioa tynnin§,s|^4de.l..;. a$ y^^$ r^ pjisp^ ?j3L$$Qftftn ii Æeak.srjonssoneniickkn . v& ff& j' ?. X2 approx. NOK 890, approx. 8,900 .standard rr,?; pr:.,- IQ.0.0 l^ T. sfåfWfflfrtfJ EovhcMåetiJjei in that komhin:ertp,,.£lytjendej-.tii^^rseJLjs^at.eir,ft.a^>i. b.esiemför.somjrsamli&ti,• *■ ••• volume..ayn ,£ly tend_e., ,tilcfror^.elsmajb,er,iaf.ejfpr .:, •.y!Q-tøWji.in!Jfit-te soii -tnljje^e j emms<g >material-, ,.e^ iovi*;ji?. 3fl.ciiJisn.Lsii.fJ

r.c.,-ir ■ r :• 1 ^.ivrjTir VJ. r;)h f;o oi j? S: ayJT,« v r, iiz.-xw.ci3h vb nn:;^ y <5>'~Den<b> sammensatte" KaTalysator i .den katalytiske reaksjonas sone r = ellei^omd^nitélses"sone med Tasl;' lag""inneholder en metallkomppnent, medr„ „ rydrogerierl^g^vlVkhing "6gJ som""eir"forenet' med. et egne.t,,r ildfast^, h ro^ uo^a^-s^^^å^d^érjht^ériale 'av'enten" syntetisk eller_ natur jU-g^ o^ jp, 7 q!n„. rinnelse".-'"~ f)eftubor"'' bemerkes at:' aen'"noyåktige sammensetning,.p,g/elier ,^ ?. r,. emg ah'g srtiat e i ofu fr efts tilling'" av"_ bær e rina t e r i ai et. o g ^ den. ferdi g e, .... a r,., katalysator" Tkke ér " av vesentlig" betydning! for oppfinnelsen. Det. x „ ~, r.c.,-ir ■ r :• 1 ^.ivrjTir VJ. r;)h f;o oi j? S: ayJT,« v r, iiz.-xw.ci3h vb nn:;^ y <5>'~The<b> composite" Catalysator in the catalytic reaction's zone r = elsei^omd^nitél's" zone with Tasl;' layer""contains a metal compnent, with" "rydrogerierl^g^vlVkhing "6gJ""eir"united' with. an own.t,,r fireproof^, h ro^ uo^a^-s^^^å^d^érjht^ériale 'of'either" synthetic or_ nature jU-g^ o^ jp, 7 q!n„ . rinnelse".-'"~ f)eftubor"'' it is noted that:' aen'"nough composition,.p,g/elier ,^ ?. r,. emg ah'g srtiat e i ofu fr efts tilling'" of "_ bear e rina t e r i ai et. o g ^ the. ferdi g e, .... a r,., catalyst" Tkke ér " of significant" importance! for the invention. The. x „ ~,

T.r.r^.^j.ipf.; --o ; f;-. ,; -H'v<>;- '!X; b.;, 9 [, .fiVil . X HO .0 'I '.< iUl.DXJ iu, foretrekk<e>^^<so>m"<b>æ<re>r<må>t<e>ri<a>le som regel a anvende et ,siliciuinholdig..r.> t--,,,-,,.^ ; r -en ±^ii ! p ruJ.s.bfflOi7 nob fixXxovri jjiixooiq t-EtSftl., bæreirmåteriålex/ som 88 veRtjS ålumiiriumoxyd . og_ 12^yekfcy^ silicAumdio^ydji^ 63 vekt^caluSlhiumof^d'i6g'"'3/ veikt^I''siliciumdioxyd, eller 68 vektjj nor^^ aluminiumoxyd, 10 vekt% siliciumdioxyd og 22 vekt% borfosfat. Disse kan entencsraerer.aaeDfe&elieE-véré åv^dén^rysiiillihSke aluminium-" siliHatty^^-il^EgnedQ-Cfig^ailgiisTfiS komponenter ^e^^hydr^^ne^liigs^irkninl^ er velki|ehte .innensdeiiaMåtSlyitiské a^SvoviMg9og"'^mfétSer^efiaiJef dff a'" gruppe&evVIB.c@g9lfM}lo£^^^ i'JPefi6Jdic Table q,f Ilfoecmements^qESEiU^ ^Iné^e^s^mmen^-11 ^ StøtÆ*oloa-feaiyi&aite-i!eai ?1g>mmé&& lff?Jom$ åctl!! é åS^fé<*>? m^ltaflkompo-nenter, gaXtmoliyjb.den;! wlfisaiti$ £& éå fllljf rifkRel '^pfatfna^"<0>^ iridiwa., •løjsmdixun ^. efåmåi& a., .r^EtféiSi1!^ %~% L^Eayd^jfgé^1 '^'råv^ fé"^"for - bindelse® ni^"avi.9ii(Jfe!tølMoj^ ^ Pst^ i^ Ø c'Vffi? xdP ^ éont^ ege 1 wt'if - stede r^MnrøiaejagdBJ^ tvtoSa.iaofe -erssæ. ^ VéJdfjf^Bg ej!érn"gVuppWeta¥fM en men^d^ia^;^i^^X)^d-JcxaTxiXi^ g¥uppe #11'" " fortr4nn.g,visXc«ir ettilstetMj<g>ii^in ^eWgQ^é^<f>av- caV1^^^-9 ^. L5:?ve:kt^1 " 30 beregnet som om dis.SÆi;JkDra^onBjitetetf^ 'L i^To e q n m S 9 acf*f9 qdiVBixuboxq.^ds^obxo Jisimasx-oihvri xeQ T.r.r^.^j.ipf.; -- o ; f;-. ,; -H'v<>;- '!X; b.;, 9 [, .fiVil . X HO .0 'I '.< iUl.DXJ iu, prefer<e>^^<so>m"<b>æ<re>r<must>t<e>ri<a>le as a rule to use a ,silicium containing..r.> t--,,,-,,.^ ; r -en ±^ii ! p ruJ.s.bfflOi7 nob fixXxovri jjiixooiq t-EtSftl., carrier irmåterialex/ as 88 veRtjS ålumiiriumoxyd . and_ 12^ yekfcy^ silicAumdio^ydji^ 63 weight^caluSlhiumof^d'i6g'"''3/ weak^I''silicon dioxide, or 68 weightjjjj nor^^ aluminum oxide, 10 weight% silicon dioxide and 22 weight% boron phosphate. These can either be made of aluminium-" siliHatty^^-il^EgnedQ-Cfig^ailgiisTfiS components ^e^^hydr^^ne^liigs^irkninl^ are velki|ehte .innensdeiiaMåtSlyitiské a^SvoviMg9og" '^mfétSer^efiaiJef dff a'" group&evVIB.c@g9lfM}lo£^^^ i'JPefi6Jdic Table q,f Ilfoecmements^qESEiU^ ^Iné^e^s^mmen^-11 ^ SupportÆ*oloa-feaiyi&aite-i !eai ?1g>mmé&& lff?Jom$ åctl!! é åS^fé<*>? m^ltaflcomponents, gaXtmoliyjb.den;! wlfisaiti$ £& éå fllljf rifkRel '^pfatfna^"<0>^ iridiwa. , •løjsmdixun ^. efåmåi& a., .r^EtféiSi1!^ %~% L^Eayd^jfgé^1 '^'råv^ fé"^"for - bond® ni^"avi.9ii(Jfe!tølMoj^ ^ Pst^ i^ Ø c'Vffi? xdP ^ éont^ ege 1 wt'if - stede r^MnrøiaejagdBJ^ tvtoSa.iaofe -erssæ. ^ VéJdfjf^Bg ej!érn"gVuppWeta¥fM en men^d^ia^;^i^^X) ^d-JcxaTxiXi^ g¥uppe #11'" " fortr4nn.g,visXc«ir ettilstetMj<g>ii^in ^eWgQ^é^<f>av- caV1^^^-9 ^. L5:?ve:kt^1 " 30 calculated as if dis.SÆi;JkDra^onBjitetetf^ 'L i^To e q n m S 9 acf*f9 qdiVBixuboxq.^ds^obxo Jisimasx-oihvri xeQ

^^jtøen^ej--tfe^hijaporaeaoa^&mÉfe^Ws<&>'Tot^%'yd'fe 1 rggj dre^sé " éP 0%-~' J J £ inne 1 s er& % - JJ t;triyMen"Bb é^ha^ e*saloefJA<13 ^fSS^YcMa^<1> o<g>'^D^fe'<:>sa1åå!i<,gs> v <ia<*>'<3 >væske^Lormi^J's'&ny;eiE!idieM fioaroi åqaxeteg^éfc^lff s^si-élF sfefelFftv^aV1 ho^red-1 Ax3lci delen ay^^xe^agdd^.egijDirøniien|t:©l&5tv i&& gksfePBrfi|fe %g11 'v^W#fdi-mige"' \reclVu" st aji^jdj^^g^iSjsygo^jPlri s&BHhéqipåfe&ietb^^ket3 ^rf&^^é^y elen^vf * ^^jtøen^ej--tfe^hijaporaeaoa^&mÉfe^Ws<&>'Tot^%'yd'fe 1 rggj dre^sé " éP 0%-~' J J £ inne 1 s er& % - JJ t;triyMen" Bb é^ha^ e*saloefJA<13 ^fSS^YcMa^<1> o<g>'^D^fe'<:>sa1åå!i<,gs> v <ia<*>'<3 >liquid^ Lormi^J's'&ny;eiE!idieM fioaroi åqaxeteg^éfc^lff s^si-élF sfefelFftv^aV1 ho^red-1 Ax3lci part ay^^xe^agdd^.egijDirøniien|t:©l&5tv i&& gksfePBrfi|fe %g11 'v^W#fdi-mige"' \reclVu" st aji^jdj^^g^iSjsygo^jPlri s&BHhéqipåfe&ietb^^ket3 ^rf&^^é^y elen^vf *

lige det samme som" ment å betegne at det trykk som opprettholdes i en efterfdlgende beholder, er det samme som i den foregående beholder på oppstromssiden, bare med forbehold for det trykkfall equal to" meant to mean that the pressure maintained in a subsequent container is the same as in the preceding container on the upstream side, subject only to the pressure drop

som i alminnelighet oppstår på grunn av strdmmen av fluida gjennom systemet. Dersom det f.eks. i den katalytiske reaksjonssone opprettholdes et tryklc av ca. 197 ato, vil innldpstrykket til varme-reaks jonssonen være ca. 193 ato. Uttrykket "i det vesentlige samme temperatur .som"anvendes for å betegne at den eneste tempera-turminskning skriver seg fra det tap som i alminnelighet oppstår på grunn av strdmmen av materiale fra en del av utstyret til en annen, eller på grunn av omdannelsen av fdlbar varme til latent varme ved "flashing" hvor det forekommer et trykkfall. Den "destillerbare" which generally occurs due to the flow of fluid through the system. If, for example, in the catalytic reaction zone, a pressure of approx. 197 ato, the inlet pressure to the heat-reaction zone will be approx. 193 ato. The phrase "substantially the same temperature as" is used to denote that the only temperature reduction is from the loss that generally occurs due to the flow of material from one part of the equipment to another, or due to the conversion of transferable heat to latent heat in "flashing" where a pressure drop occurs. The "distillable"

del av det nye tilforselsmateriale er ment å omfatte de hydrocarboner som kan destilleres ved en temperatur under ca. 566°C. Da til-fdrselsmatérialet inneholder rå, ubehandlede asfaltholdige materi-aler, er denne temperatur i praksis begrensende for å hindre en for tidlig cracking. Hva gjelder det under vanlige betingelser flytende produkt hvorfra den uomdannende asfaltrest er blitt fjernet, har imidlertid analyser angitt så hdye sluttkokepunkter som 593-621°C, part of the new feed material is intended to include the hydrocarbons that can be distilled at a temperature below approx. 566°C. As the feed material contains raw, untreated asphalt-containing materials, this temperature is in practice limiting in order to prevent premature cracking. As for the liquid product under normal conditions from which the non-converting asphalt residue has been removed, however, analyzes have indicated final boiling points as high as 593-621°C,

Det samlede produktavldp fra den katalytiske reaksjonssone The total product yield from the catalytic reaction zone

med en hdyeste temperatur av ca. <1>+27°C, fortrinnsvis ca. <1>+13°C, innfores, uten mellomliggende skilling, i varmereaks.jonssonen. Som angitt ovenfor gjor tilstedeværelsen av store hydrogenmengder ved forhdyede. trykk ved innldpet til varmereaksjonsspiralen det mulig å oppnå en hdyest mulig cracking av det tyngre materiale mens dannelsen' av koks og annet tungt carbonholdig materiale er så lav som mulig. with a highest temperature of approx. <1>+27°C, preferably approx. <1>+13°C, is introduced, without intermediate division, in the heat reaction zone. As stated above, the presence of large amounts of hydrogen at high temperatures. pressure at the inlet to the heat reaction spiral it is possible to achieve the highest possible cracking of the heavier material while the formation of coke and other heavy carbonaceous material is as low as possible.

Det dannes også færre olefiniske forbindelser. Dessuten virker de lettere, under vanlige betingelser flytende hydrocarboner dannet Fewer olefinic compounds are also formed. Moreover, they act more easily, under normal conditions liquid hydrocarbons formed

veå reaksjonene i den forste katalytiske sone som fortynningsmiddel veå the reactions in the first catalytic zone as a diluent

for de tyngre bestanddeler i tilfdrselsmaterialet til varmespiralen, for the heavier components in the feed material to the heating coil,

og dette gir på sin side stdrre fremstilte mengder av de mer verdi-fulle fraksjoner innen koke punkts områd et for gassolje. and this, in turn, produces higher quantities of the more valuable fractions within the boiling point range for gas oil.

Det hydro-termisk crackede produktavldp innfores ved en temperatur av ca. ^99°C i en forste separeringssone som herefter betegnes som "varmseparatoren". Denne varmseparators hovedfunksjon er å The hydrothermally cracked product yield is introduced at a temperature of approx. ^99°C in a first separation zone which is hereafter referred to as the "hot separator". This heat separator's main function is to

skille det hydrotermisk crackede produktavldp med blandet fase i en hovedsakelig dampformig fase med hdyt hydrogeninnhold og en hovedsakelig væskeformig. fase inneholdende opplost hydrogen og forholdsvis separating the mixed-phase hydrothermally cracked product advdp into a mainly vaporous phase with a low hydrogen content and a mainly liquid phase. phase containing dissolved hydrogen and relatively

små mengder lette, under vanlige betingelser gassformigehydro-carboner. Ved en foretrukken utforelsesform anvendes reaks jonsprcf-duktavlopet fra varmeomdannelsessonen som varmeutvekslingsmidde1 small amounts of light, under normal conditions gaseous hydrocarbons. In a preferred embodiment, the reaction ion spring duct effluent from the heat conversion zone is used as a heat exchange medium1

for å senke dets temperatur til ca. 371 - ca. 1+27°C, fortrinnsvis under 399°C. Den hovedsakelig dampformige fase fra varmseparatoren innfores i en annen separeringssone som herefter betegnes som "kaldseparatoren". I denne kaldseparator opprettholdes i det vesentlige det samme trykk som i varmseparatoren, men en betraktelig lavere temperatur av fortrinnsvis ca. 16 - ca. 60 C. Kaldseparatoren konsentrerer, hydrogenet i en annen hovedsakelig dampformig fase. Denne hydrogenrike dampformige fase som inneholder ca. 83,2.mol$ hydrogen og bare ca. 1,8 % propan og tyngre hydrocarboner, anvendes som én resirkuleringsstrom som forenes med nytt sortoljetilforselsmateriale. Butaner og tyngre hydrocarboner kondenseres i kaldseparatoren og fjernes fra denne som en annen hovedsakelig væskeformig fase. to lower its temperature to approx. 371 - approx. 1+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". In this cold separator, essentially the same pressure is maintained as in the hot separator, but a considerably lower temperature of preferably approx. 16 - approx. 60 C. The cold separator concentrates the hydrogen in another mainly vapor phase. This hydrogen-rich vapor phase containing approx. 83.2.mol$ of hydrogen and only approx. 1.8% propane and heavier hydrocarbons are used as one recycling stream which is combined with new black oil feed material. Butanes and heavier hydrocarbons are condensed in the cold separator and removed from this as another mainly liquid phase.

Den væskeformige fase fra varmseparatoren resirkuleres delvis og forenes med det nye hydrocarbontilfdrselsmateriale og virker som fortynningsmiddel for de tyngre bestanddeler i dette. Den på denne måte avledede mengde av den væskeformige fase er slik at forholdet i det kombinerte tilfdreelsmateriale til den katalytiske reaksjonssone, beregnet som det samlede volum pr. time av væskeformig tilfor selsmateriale pr. volum nytt væskeformig tilfdrselsmateriale, fortrinnsvis er ca. 1-,1:1 - ca. 3»5:1. Ved en annen foretrukken utforelsesform omfatter i det minste en del av det samlede væskeformige tilforselsmateriale til den katalytiske hydrogenerings- og avsvovlingssone en "slop-wax" fraksjon som heskrevet nedenfor. Uavhengig av kilden for de forskjellige resirkuleringsstrdmmer til -den katalytiske reaksjonssone foretrekkes -det å opprettholde forholdet i det kombinerte væskeformige tilfdrselsmateriale innen det ovenfor angitte område.. The liquid phase from the hot separator is partially recycled and combined with the new hydrocarbon feed material and acts as a diluent for the heavier components therein. The quantity of the liquid phase derived in this way is such that the ratio of the combined feed material to the catalytic reaction zone, calculated as the total volume per hour of liquid supply material per volume of new liquid feed material, preferably approx. 1-,1:1 - approx. 3»5:1. In another preferred embodiment, at least part of the total liquid feed material to the catalytic hydrogenation and desulfurization zone comprises a "slop-wax" fraction as described below. Regardless of the source of the various recycle streams to the catalytic reaction zone, it is preferred to maintain the ratio in the combined liquid feed material within the range indicated above.

Resten av den forste hovedsakelig væskeformige fase fra varmseparatoren kan derefter innfores i en fjerde separeringssone som herefter betegnes som "varmflashsonen". I denne varmflashsone opprettholdes det fortrinnsvis en temperatur av ca. 399 - ca. ^5^°C og et vesentlig lavere trykk av ca. 3A - ca. 17 ato. Den hovedsakelig væskeformige fase fra denne varmeflashsone kan derefter innfores i en vakuumflashkolonne hvor det opprettholdes et absolutt trykk av ca. 25 - 60 mm Hg. Den hovedsakelig væskeformige fase fra kaldseparatoren og som hovedsakelig inneholder butaner og tyngre, Tinder vanlige betingelser flytende hydrocarboner, innfores i en tredje separeringssone som herefter betegnes som "kaldflashsonen". I denne kaldflashsone opprettholdes et vesentlig lavere trykk av ca. 1 - The remainder of the first mainly liquid phase from the hot separator can then be introduced into a fourth separation zone which is hereafter referred to as the "hot flash zone". In this hot flash zone, a temperature of approx. 399 - approx. ^5^°C and a significantly lower pressure of approx. 3A - approx. 17 ato. The mainly liquid phase from this heat flash zone can then be introduced into a vacuum flash column where an absolute pressure of approx. 25 - 60 mm Hg. The mainly liquid phase from the cold separator and which mainly contains butanes and heavier, under normal conditions liquid hydrocarbons, is introduced into a third separation zone which is hereafter referred to as the "cold flash zone". In this cold flash zone, a significantly lower pressure of approx. 1 -

ca. 6^8 ato og i det vesentlige samme temperatur som i den kondenserte væskeformige fase fra kaldseparatoren. Under vanlige betingelser gassformig materiale som hovedsakelig inneholder propaner og lettere hydrocarboner, fjernes som en dampformig fase og kan fordelaktig forenes med andre slike raffineristrommer og tilfores et utvinningssystem for lette produkter. Under vanlige betingelser flytende hydrocarboner, omfattende butaner, fjernes fra kaldflashsonen og kan fordelaktig forenes med den hovedsakelig dampformige fase fra varmflashsonen. Den oppnådde blanding kan derefter destilleres for utvinning av fraksjoner med forskjellige kokepunktsom-råder. , about. 6^8 ato and essentially the same temperature as in the condensed liquid phase from the cold separator. Under normal conditions, gaseous material containing mainly propanes and lighter hydrocarbons is removed as a vapor phase and can advantageously be combined with other such refinery drums and fed to a light product recovery system. Under normal conditions, liquid hydrocarbons, including butanes, are removed from the cold flash zone and can be advantageously combined with the mainly vapor phase from the hot flash zone. The resulting mixture can then be distilled to recover fractions with different boiling point ranges. ,

Vakuumflashsonen som den hovedsakelig væskeformige fase fra varmflashsonen innfores i, har som hovedfunksjon å separere og ut-vinne en uomdannet asfaltholdig rest inneholdende svovelholdig forbindelser med hoy molekylvekt og i det- vesentlige fri for destillerbare hydrocarboner. Gassoljestrommer utvinnes som regel fra vakuumflashkolonnen som en adskilt lett vakuumgassolje (LVGO) og en tung vakuumgassolje (TVGO). En mellomvakuumgassolje kan også i enkelte tilfeller utvinnes. Ved en foretrukken utforelsesform utvinnes separat en bærmevoksfraksjon ("slop-wax") hovedsakelig omfattende destillerbare hydrocarboner som koker over ca. 527°C, og resirkuleres og forenes med bunnvæsken fra varmseparatoren som innfores i den katalytiske hydrogenerings- og avsvovlingsreaksjonssone. Ved en annen utforelsesform resirkuleres i det minste en del av bærmevoks-fraksjonen med eller uten en del av den tunge vakuumgassolje og forenes med avlopet fra den katalytiske reaksjonssone som innfores i varmespiralen og tjener som hydrogengiver og/eller fortynningsmiddel for denne. Den på denne måte resirkulerte mengde er slik at forholdet i den kombinerte tilforsel til den termiske krackingreaksjons-sone er over ca. 1,2:1, og som regel ikke over ca. U-jO:!. The vacuum flash zone, into which the mainly liquid phase from the hot flash zone is introduced, has the main function of separating and extracting an unconverted asphaltic residue containing sulfur-containing compounds with a high molecular weight and essentially free of distillable hydrocarbons. Gas oil drums are usually recovered from the vacuum flash column as a separated light vacuum gas oil (LVGO) and a heavy vacuum gas oil (TVGO). An intermediate vacuum gas oil can also be recovered in some cases. In a preferred embodiment, a slop-wax fraction is extracted separately, mainly comprising distillable hydrocarbons that boil over approx. 527°C, and is recycled and combined with the bottom liquid from the hot separator which is introduced into the catalytic hydrogenation and desulphurisation reaction zone. In another embodiment, at least part of the rennet wax fraction is recycled with or without part of the heavy vacuum gas oil and is combined with the effluent from the catalytic reaction zone which is introduced into the heating coil and serves as a hydrogen donor and/or diluent for it. The quantity recycled in this way is such that the ratio in the combined supply to the thermal cracking reaction zone is above approx. 1.2:1, and usually not more than approx. U-jO:!.

En av de storste fordeler som fåes ved foreliggende fremgangsmåte er at den aksepterbare katalysatorlevealder forlenges for anvend-else i den katalytiske hydrogeneringsreaksjonssone med fast lag. For-lengelsen av den aksepterbare katalysatorlevealder skyldes hovedsakelig at hydrogenerings- og avsvovlingsreaksjonene, hvorav den siste gir en svovelkonsentrasjon av under ca. 1 vekt??, gjennomføres i den • katalytiske reaksjonssone ved forholdsvis milde betingelser med det resultat at dannelsen av svovelholdige polymerprodukter og som ellers ville blitt dannet fra de tilstedeværende hydrocarbonuopp-loselige asfalter, holdes så lav som mulig. Det er en annen fordel på grunn av de milde arbeidsbetingelser i den- katalytiske reaksjonssone med fast lag at vesentlige mengder hydrogen opploses i den under vanlige betingelser flytende tyngre del av produktavldpet som anvendes som tilfo-rsel til den termiske crackingreaksjonsspiral. Dette gir på sin side et termisk •cra-ckingproduktavlop med et forholdsvis lavt olefininnhold. Det er dessuten av interesse at vakuumflashkolonnen har en betraktelig nedsatt stdrrelse, og dette gir en fordel hva gjelder de samlede omkostninger i forbindelse med fremgangsmåten. One of the greatest advantages obtained by the present method is that the acceptable catalyst lifetime is extended for use in the fixed-bed catalytic hydrogenation reaction zone. The extension of the acceptable catalyst lifetime is mainly due to the fact that the hydrogenation and desulphurisation reactions, the latter of which gives a sulfur concentration of less than approx. 1 weight??, is carried out in the • catalytic reaction zone under relatively mild conditions with the result that the formation of sulphur-containing polymer products, which would otherwise have been formed from the hydrocarbon-insoluble asphalts present, is kept as low as possible. It is another advantage due to the mild working conditions in the catalytic reaction zone with a fixed bed that significant amounts of hydrogen are dissolved in the heavier part of the product vapor, which under normal conditions is liquid, which is used as feed to the thermal cracking reaction coil. This in turn gives a thermal •cracking product effluent with a relatively low olefin content. It is also of interest that the vacuum flash column has a considerably reduced size, and this gives an advantage in terms of the overall costs in connection with the method.

For å redegjdre for det trekk som er vist på tegningen, vil To account for the feature shown in the drawing, will

det angitte prosesskjema beskrives i forbindelse med omdannelse og avsvovling av et vakuumkolonnebunnprodukt fra en råoljeblanding med fullt kokepunktsområde. Tilforselsmaterialet hadde fdlgende analyse: the specified process scheme is described in connection with the conversion and desulphurisation of a vacuum column bottoms product from a crude oil mixture with a full boiling point range. The supply material had the following analysis:

Beskrivelsen vil bli gjort i forbindelse med en enhet med kommersiell stdrrelse og en kapasitet av ca. 1590000 liter pr. dag. på tegningen er detaljer som ikke er av vesentlig betydning for en redegjdring av fremgangsmåten, blitt sldyfet. The description will be made in connection with a unit of commercial size and a capacity of approx. 1590000 liters per day. in the drawing, details that are not of significant importance for an explanation of the method have been omitted.

Den tilforte vakuumkolonnebunnfraksjon skal med maksimalt ut-bytte omdannes til destillerbare hydrocarboner som kan utvinnes ved vanlig destillasjon. Tilfdrselsmaterialet behandles i en katalytisk hydrogenerings- og avsvovlingssone med fast lag i blanding med ca. 1786 standard m^ pr. 1000 liter hydrogen, basert på nytt tilfdrselsmateriale, men ikke medregnet eventuelt resirkulert fortynningsmiddel. Innldpstemperaturen ved katalysatorlaget er ca. 357°C, og laget holdes ved et trykk av ca. l80 ato. Dån sammensatte katalysator i reaksjonssonen inneholder 1,8 vekt# nikkel og 16 vekt# molybden, beregnet som metaller, forenet med bærermateriale av 63 vekt# aluminiumoxyd og 37 vekt# siliciumdioxyd. Den flytende romhastighet pr. time er 0,5, bare basert på nytilfort mateiiale, og forholdet i den •kombinerte tilforsel, hva gjelder den samlede tilforte væskemengde omfattende resirkulert fortynningsmiddel fra en kilde som vil bli beskrevet senere, er 2,0:1. The added vacuum column bottoms fraction must be converted with maximum yield into distillable hydrocarbons that can be recovered by ordinary distillation. The feed material is treated in a catalytic hydrogenation and desulphurisation zone with a fixed bed in a mixture with approx. 1786 standard m^ per 1000 liters of hydrogen, based on new supply material, but not including any recycled diluent. The inlet temperature at the catalyst layer is approx. 357°C, and the layer is kept at a pressure of approx. l80 ato. The catalyst thus assembled in the reaction zone contains 1.8 wt# of nickel and 16 wt# of molybdenum, calculated as metals, combined with carrier material of 63 wt# of aluminum oxide and 37 wt# of silicon dioxide. The floating space velocity per hour is 0.5, based only on newly added material, and the ratio in the •combined supply, in terms of the total added amount of liquid including recycled diluent from a source that will be described later, is 2.0:1.

Tilforselsmaterialet innfores i en mengde av 1590 000 liter pr. dag i prosessen gjennom ledningen 1. En resirkulert bunnfraksjon fra varmseparatoren i en mengde av ca. 1590 000 liter pr. dag blandes med tilforselsmaterialet gjennom ledningen 2, og resirkulert hydrogen omfattende efterfylt hydrogen fra en egnet ytre kilde, blandes gjennom ledningen 3. Ken dannede blanding ledes gjennom ledningen 1 inn i oppvarmingsanordningen 5 for det tilforte materiale. Efter-fylli||gshydrogen i en mengde av ca. I5h standard m^ pr. kiloliter (SCM/KL) nytilfort sortolje innfores i prosessen gjennom legningen The supply material is introduced in a quantity of 1,590,000 liters per day in the process through line 1. A recycled bottom fraction from the hot separator in an amount of approx. 1,590,000 liters per day is mixed with the supply material through line 2, and recycled hydrogen comprising replenished hydrogen from a suitable external source is mixed through line 3. The resulting mixture is led through line 1 into the heating device 5 for the added material. After-filling hydrogen in an amount of approx. I5h standard m^ per kiloliters (SCM/KL) of newly added black oil are introduced into the process through the laying

>+. Det oppvarmede tilforte materiale ledes ved en temperatur av ca. 357°C gjennom ledningen 6 til den katalytiske reaksjonssone 7 >+. The heated added material is guided at a temperature of approx. 357°C through line 6 to the catalytic reaction zone 7

med fast lag. with fixed layer.

Det omdannede produktavlop kommer med blandet fase ut fra reaktoren 7 i ledningen 8 med en temperatur av ca. <1>+13°C og et trykk av ca. 173 ato. Avlopet anvendes uten mellomliggende separering som tilforselsmateriale til varmespiralen 9. Det termisk crackede produktavlop kommer ut av sonen 9 i ledningen 10 med en temperatur av ca. M-69°C og et trykk av ca. 167 ato. Avlopet i ledningen 10 anvendes derefter som varmeutvekslingsmiddel for f.eks. å oke temperaturen i det samlede tilforselsmateriale for det kommer inn i opp-varming sanordningen 5 for tilforselsmaterialet. Ved en slik varme-utveksling kan dessuten avlopets temperatur senkes til ca. k2y°C, The converted product effluent comes out with a mixed phase from the reactor 7 in the line 8 with a temperature of approx. <1>+13°C and a pressure of approx. 173 ato. The waste water is used without intermediate separation as supply material to the heating coil 9. The thermally cracked product waste water comes out of the zone 9 in the line 10 with a temperature of approx. M-69°C and a pressure of approx. 167 ato. The waste in the line 10 is then used as a heat exchange medium for e.g. to increase the temperature in the overall feed material before it enters the heating device 5 for the feed material. With such a heat exchange, the temperature of the sewage can also be lowered to approx. k2y°C,

og avlopet fortsetter med denne temperatur å stromme gjennom ledningen 10 inn i .varmseparatoren 11. Analyser for bestanddelene i avlopet (gjennom ledningen 8) fra reaksjonssonen med fast lag og i det hydro-termisk crackede produktavlop (gjennom ledningen 10) er gjengitt i tabell II. and the effluent continues at this temperature to flow through line 10 into the heat separator 11. Analyzes for the constituents in the effluent (through line 8) from the fixed bed reaction zone and in the hydrothermally cracked product effluent (through line 10) are reproduced in Table II .

En hovedsakelig væskeformig fase fjernes fra varmseparatoren 11 gjennom ledningen 12, og en hydrogenrik, hovedsakelig dampformig fase fjernes gjennom ledningen 19, En del av den hovedsakelig væskeformige fase i ledningen 12 avledes gjennom ledningen 2 og resirkuleres og forenes med nytilfort hydrocarbonmateriale i ledningen 1 slik at det fåes en kombinert væsketilførsel til reaktoren 7 i et forhold av 2,0:1. Den gjenværende del av væsken fra varmseparatoren fortsetter gjennom ledningen 12 inn i varmflashsonen 13. Den hydrogenrike, hovedsakelig dampformige fase som avtrekkes gjennom ledningen 19, innfores i kaldseparatoren 20 ved en temperatur av ca. <1>+9°C. I kaldseparatoren 20 konsentreres hydrogenet fra den dampformige fase i. ledningen 19 ytterligere slik at det kan resirkuleres gjennom ledningen 3 og forenes med væsketilførselen i ledningen 1. Sammen med dette spesielle tilforselsmateriale inneholder den resirkulerte hydrogenrike gassformige fase i ledningen 3 ca. 0,*+ mol% butaner og tyngre under vanlige betingelser flytende hydrocarboner, ca. 13,6 mol% under vanlige betingelser gassformige hydrocarboner og en rest på 86,0 mol/6 i det vesentlige bestående av hydrogen og hydrogensulfid. De kondenserte, under vanlige betingelser flytende hydrocarboner fjernes fra kaldseparatoren 20 gjennom ledningen 21 og ledes gjennom denne til kaldflashsonen 22. A mainly liquid phase is removed from the hot separator 11 through line 12, and a hydrogen-rich, mainly vaporous phase is removed through line 19. Part of the mainly liquid phase in line 12 is diverted through line 2 and recycled and combined with newly added hydrocarbon material in line 1 so that a combined liquid supply to the reactor 7 is obtained in a ratio of 2.0:1. The remaining part of the liquid from the hot separator continues through the line 12 into the hot flash zone 13. The hydrogen-rich, mainly vaporous phase which is withdrawn through the line 19 is introduced into the cold separator 20 at a temperature of approx. <1>+9°C. In the cold separator 20, the hydrogen from the vaporous phase in line 19 is further concentrated so that it can be recycled through line 3 and combined with the liquid supply in line 1. Together with this special supply material, the recycled hydrogen-rich gaseous phase in line 3 contains approx. 0.*+ mol% butanes and heavier under normal conditions liquid hydrocarbons, approx. 13.6 mol% under normal conditions gaseous hydrocarbons and a remainder of 86.0 mol/6 essentially consisting of hydrogen and hydrogen sulphide. The condensed, under normal conditions liquid hydrocarbons are removed from the cold separator 20 through the line 21 and led through this to the cold flash zone 22.

Varmflashsonen 13 som den varme væske fra separatoren 11 inn-fores i gjennom ledningen 12, drives ved i det vesentlige den samme temperatur som væskestrommen, men ved et betraktelig ned- The hot flash zone 13, into which the hot liquid from the separator 11 is fed through the line 12, is operated at essentially the same temperature as the liquid stream, but at a considerably lower

satt trykk av ca. W,l ato. En hovedsakelig dampformig fase hvorav ca. 92 mol# koker ved en temperatur av ca. 3<*>+3°C, fjernes fra varmflashsonen 13 gjennom ledningen 25. En hovedsakelig væskeformig fase som fjernes gjennom ledningen l*f, innfores i vakuumflashkolonnen 15 ved eh temperatur av ca. <l>4-13°C og et absolutt trykk av ca. 30 mm Hg. pressure off approx. W,l ato. A mainly vaporous phase of which approx. 92 mol# boils at a temperature of approx. 3<*>+3°C, is removed from the hot flash zone 13 through line 25. A mainly liquid phase, which is removed through line l*f, is introduced into the vacuum flash column 15 at a temperature of approx. <l>4-13°C and an absolute pressure of approx. 30 mm Hg.

Væsken fra kaldseparatoren i ledningen 21 separeres videre The liquid from the cold separator in line 21 is further separated

i kaldflashsonen 22 ved et trykk av ca. 15>3 ato og en temperatur av Mt°C slik at det fåes en under vanlige betingelser gassformig fase i ledningen 23. Denne gassformige fase kan forenes med andre lignende raffineristrommer og tilfores til et utvinningssystem for lette sluttprodukter. Under vanlige betingelser flytende hydrocarboner, omfattende butaner, fjernes gjennom ledningen 2h, forenes med den hovedsakelig dampformige fase i ledningen 25 fra varmflashsonen 13 og ledes videre gjennom ledningen 2h til et egnet frak-sjoneringssystem som ikke er vist. in the cold flash zone 22 at a pressure of approx. 15>3 ato and a temperature of Mt°C so that under normal conditions a gaseous phase is obtained in the line 23. This gaseous phase can be combined with other similar refinery drums and supplied to an extraction system for light end products. Under normal conditions, liquid hydrocarbons, including butanes, are removed through line 2h, combined with the mainly vapor phase in line 25 from the hot flash zone 13 and passed on through line 2h to a suitable fractionation system which is not shown.

I vakuumflashkolonnen 15 konsentreres den uomdannede asfaltrest, som i dette eksempel var ca. 3l8000 liter pr. dag, og som er angitt som strdmmende ut gjennom ledningen 18, og det fåes en tung vakuumgassolje (TVGO) i ledningen 17 og en lett vakuumgassolje (LVGO) i ledningen 16. Ved en foretrukken utforelsesform av oppfinnelsen fjernes en tredje hovedsakelig væskeformig strdm, som i alminnelighet betegnes som en "slop-wax" fraksjon og som inneholder destillerbare hydrocarboner som koker ved en temperatur av ca. 527°C, fra vakuumflashkolonnen 15. Denne "slop-wax" fraksjon kan som regel resirkuleres og forenes med avldpet fra den katalytiske reaks jons sone og som innfores i varmespiralen 9. Mengden av på denne måte resirkulert materiale er fortrinnsvis 5-15 volum- av den samlede tilforsel til vakuumkolonnen 15. I det foreliggende eksempel er "slop-wax" fraksjonen ca. ^7800- 1^-3000 liter pr. dag for eh tilfort materialmengde til vakuumkolonnen av ca. 955000 liter pr. dag. For ytterligere å oke mengden av vakuumgassoljer, d.v.s. destillerbare hydrocarboner som koker ved en temperatur av ca. In the vacuum flash column 15, the unconverted asphalt residue is concentrated, which in this example was approx. 3l8000 liters per day, and which is indicated as flowing out through line 18, and a heavy vacuum gas oil (TVGO) is obtained in line 17 and a light vacuum gas oil (LVGO) in line 16. In a preferred embodiment of the invention, a third mainly liquid stream is removed, which generally referred to as a "slop-wax" fraction and which contains distillable hydrocarbons which boil at a temperature of approx. 527°C, from the vacuum flash column 15. This "slop-wax" fraction can usually be recycled and combined with the effluent from the catalytic reaction zone and which is introduced into the heating coil 9. The amount of material recycled in this way is preferably 5-15 vol. of the total supply to the vacuum column 15. In the present example, the "slop-wax" fraction is approx. ^7800- 1^-3000 liters per day for eh added amount of material to the vacuum column of approx. 955,000 liters per day. To further increase the amount of vacuum gas oils, i.e. distillable hydrocarbons that boil at a temperature of approx.

260 - ca. 527°C, kan en del av "slop-wax" fraksjonen resirkuleres og forenes med den nytilfdrte sortolje i ledningen 1. Når "slop-wax" resirkuleres på denne måte, nedsettes mengden av resirkulert materiale fra varmseparatoren med en like stor mengde. Ved denne teknikk kan det anvendes en oppvarmingsanordning 5 for tilfdrsels- 260 - approx. 527°C, part of the "slop-wax" fraction can be recycled and combined with the newly fed black oil in line 1. When "slop-wax" is recycled in this way, the amount of recycled material from the hot separator is reduced by an equal amount. With this technique, a heating device 5 can be used for supplying

materialet med en enklere utforming. the material with a simpler design.

Det fremstilles, på volumbasis og ved en nytilfort mengde sortolje av 1590000 liter pr. dag, ca. 1379000 liter destillerbare hydrocarbonprodukter pr. dag, omfattende butaner, med en svovelkonsentrasjon av ca. 0,25 vekt%. Av denne samlede produktmengde fåes 689 000 liter pr. dag fra separeringen av vakuumgassoljer i vakuumflashkolonnen 15. Sammenlignet med et prosesskjema hvor varmespirålen ikke er en integrert del av systemet, er det for å It is produced, on a volume basis and with a newly added amount of black oil of 1,590,000 liters per day, approx. 1,379,000 liters of distillable hydrocarbon products per day, including butanes, with a sulfur concentration of approx. 0.25% by weight. Of this total product quantity, 689,000 liters are obtained per day from the separation of vacuum gas oils in the vacuum flash column 15. Compared to a process scheme where the heating coil is not an integral part of the system, it is to

oppnå den nodvendige kapasitetsøkning for separering av vakuum-gassoljene og konsentrering av residuumét nodvendig med en vakuumflashkolonne med en ca. 37,2 cm storre innvendig diameter. achieve the necessary increase in capacity for separating the vacuum gas oils and concentrating the residue with a vacuum flash column with an approx. 37.2 cm larger internal diameter.

Dessuten okes ved foreliggende fremgangsmåte katalysatorlevealderen med 50-80 %. Da katalysatorlevealderen i alminnelighet ut-trykkes som liter nytilfort materiale pr. kg katalysator i reaks jonssonen, gjor en okning med 80 % det mulig å anvende en gitt enhet i to ganger så lang tid for det er nodvendig med en regenerering. Svovelkonsentrasjoner i hovedproduktstrommene er angitt i tabell III. In addition, with the present method, the catalyst lifetime is increased by 50-80%. Since the catalyst lifetime is generally expressed as liters of newly added material per kg of catalyst in the reaction zone, an increase of 80% makes it possible to use a given unit for twice as long because regeneration is necessary. Sulfur concentrations in the main product drums are given in Table III.

Claims

1. Process for converting and desulfurizing a sulfur-containing, hydrocarbon-containing black oil feed material, of which at least 10 wt# boils above 566°C, to lower-boiling hydrocarbon products with a reduced sulfur concentration of approx. 1.0 weight#, characterized 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, from which the effluent formed is introduced into a non-catalytic heat reaction zone at essentially the same temperature and pressure and cracked in this, and the formed effluent from the heat reaction is separated in a normal container for separating steam and liquid and which is kept at essentially the same temperature and pressure, to produce a hydrogen-containing vapor phase and an, under normal conditions, mainly liquid phase containing lower-boiling hydrocarbon products with the reduced sulfur concentration.

2..Procedure according to claim 1, characterized in that a part of the under normal conditions liquid phase is recycled and combined with the supply material in such a quantity that in the combined supply a ratio of approx. 1.1:1 - approx. 3.5:1. ■

3. Method according to claim 1 or 2, characterized in that a part of the under normal conditions liquid phase is recycled and combined with the effluent from the catalytic reaction zone in such a quantity that in the combined supply to the heat-reaction zone a ratio of approx. . 1.2:1 - approx. <*>+,0:l. h.

Process according to claims 1-3, characterized in that the vapor phase is separated in another conventional container for separating vapor and liquid while forming a hydrogen-containing gaseous stream and another liquid phase, with at least part of the gaseous stream being recycled and combined with supply feederJialet.;

5. Method according to claim 1-<1>*., characterized in that under normal conditions the mainly liquid phase is separated in a third normal container for separating vapor and liquid while forming a third liquid phase and another vapor phase, the third liquid phase is separated in a vacuum flash column, forming a gas oil fraction and a residual fraction.

6. Method according to claim 5, characterized in that a yeast wax fraction is removed from the vacuum flash column and that at least part of the yeast wax fraction is recycled and combined with the feed material.

7. Method according to claims 1-6, characterized in that the second liquid phase is separated in a fourth ordinary container for separating steam and liquid while forming a third steam phase and a fourth wash-like phase.

8. Method according to claims 1-7, characterized in that the feed material is reacted with hydrogen in the catalytic reaction zone at a pressure of approx. 68 - approx. 272 ato.

9. Method according to claim ^-8, characterized in that a temperature of approx. 16 - 60°C and a pressure which is essentially the same as for the hydrogen-rich vapor phase.

10. Method according to claims 5-9, characterized in that a temperature of approx. 399 - approx. h^ h°C and a pressure of approx.

3, h - approx. 17 ato.

11. Method according to claims 5-10, characterized in that an absolute pressure of approx. 25 - approx. 60mmHg.