NO127926B - - Google Patents

Description

Foreliggende oppfinnelse angår en forbedret.fremgangsmåte

for fluid-katalytisk krakking av et flertall ubehandlede gassoljer.

Mer spesielt angår oppfinnelsen fluid-katalytisk krakking av petro-leums-utgangsmaterialer. Ved utførelse av fremgangsmåten anvendes en fluid-katalytisk krakkingsenhet som har et flertall langstrakte reaksjonssoner, i det etterfølgende også betegnet stigesoner, for derved å oppnå høyere utbytte av.nafta med høyere oktantall enn det som hittil har vært mulig.

I fluid-katalytiske krakkingsprosesser blir hydrokarboner omdannet under slike betingelser at en vesentlig del av utgangs-

materialet blir omdannet til ønskede produkter, såsom bensin, flytende-

gjort petroleumsgass, alkylerte forbindelser og middeldestillater samtidig som man får fremstilt en del biprodukter av uønsket natur, såsom gass og-koks. Når man får dannet vesentlige mengder koks, resulterer dette i at man får redusert katalysatorens aktivitet og selektivitet, noe som igjen fører til nedsatt hydrokarbonomdannelse, redusert jDensinfremstilling og samtidig økende produksjon av mindre ønskelige produkter. Por å unngå en slik katalysatordeaktivering ved koksavsetning, blir slike katalysatorer vanligvis tatt ut fra reaksjonssonen og ført til en strippingssohe hvor medførte og absor-berte hydrokarboner først fjernes fra katalysatoren ved hjelp av et strippende medium, såsom damp. Dampen og hydrokarbonene blir fjernet, og den strippede katalysator ført til en regenereringssone, hvor den bringes i kontakt med en oksygenholdig gass for å bevirke en forbrenning i det minste av en del av den avsatte koks samtidig som man får

regenerert katalysatoren. Den regenererte katalysator blir så ført inn i reaksjonssonen og der igjen bragt i kontakt med nye hydrokarboner.

I de senere år har man gjort betydelige forbedringer med hensyn til katalytiske krakkingsprqsesser. Innføringen av zeolittiske krakkingskatalysatorer har resultert i et øket utbytte og en bedret produktkvalitet i forhold til tidligere kjente fremgangsmåter.

I tillegg til dette er det utviklet nye og bedre katalytiske krakkingsapparater hvor man kan anvende disse forbedrede katalysatorer, noe som igjen har forbedret den totale prosess. Således angår US patentene nr. 3 433 733 og nr. 3 448 037 en. fluid-katalytisk krakking av petroleumshydrokarboner med zeolittiske krakkingskatalysatorer, og det er der beskrevet parametere og teknikk som nettopp angår disse nye katalysatorer, såvel som katalytiske krakkingsapparater, hvor man tar hensyn til de ønskede karakteristika av nevnte zeolittiske katalysatorer. Mer spesielt kan det nevnes at apparatene inkorporerer såkalt "stigesone-krakking" hvor gassolje-utgangsmaterialene og de sirkulerte materialer individuelt krakkes i separate langstrakte reaksjonssoner eller stigesoner, som ender i et reaksjons-kammer inneholdende en tett fase og en fortynnet fase av katalysator, hvor det finner sted en ytterligere krakking i denne tette, fluidiserte fase. Med stigesone-krakking er det mulig; å velge driftsbéting-elser alt etter det utgangsmateriale man har, det være aeg gassolje eller resirkulerte utgangsmaterialer som føres inn i hver stigesone. 'I tillegg til dette innbefatter krakkingsapparatet en strippingssek- sjon etter det tette, fluidiserte sjikt hvor medførte og adsorberte hydrokarboner fjernes fra katalysatoren ved hjelp av damp før nevnte katalysator føres til et regenerasjonskar. Som ved vanlig katalytisk krakking blir katalysatoren bragt i kontakt med en oksygenholdig gass i nevnte regenerator for å bevirke en forbrenning i det minste av en del av den avsatte koks. Den regenererte katalysator føres så inn i bunnen av de langstrakte reaksjonssoner eller stigesoner ved samme sted som utgangsmaterialene tilføres. Ved å anvende flere stigesoner er det mulig å operere de individuelle stigesonene under slike betingelser at man får maksimal utvinning av ønskede produkter samtidig som man får en minimal dannelse av uønskede forbindelser. Vanligvis vil de mer motstandsdyktige forbindelser, såsom sirkulerte gassoljer, føres gjennom en stigesone som har høyere temperatur enn den stigesone, hvor man bearbeider den ferske gassoljen. Den totale effekt blir selvsagt at man får optimal drift av både den fluid-katalytiske krakkingsenhet og den zeolittiske krakkingskatalysator.

Skjønt man i tidligere patenter har beskrevet apparater og fremgangsmåter hvor det tas hensyn til de enestående egenskaper ved de zeolittiske krakkingskatalysatorer, så er det meget ønskelig å kunne frembringe forbedringer med hensyn til driftsbetingelsene og apparatene som vil resultere i en bedret kvalitet og/eller kvantitet av de ønskede produkter.

Foreliggende oppfinnelse angår generelt en forbedret fremgangsmåte for drift av en fluid-katalytisk krakkingsenhet hvor det vesentlige eller all krakking finner sted i et flertall langstrakte reaksjonssoner eller stigerør. Man oppnår høyere utbytte av nafta med høyere -oktantall ved å føre den anvendte gassolje inn i en rekke stigesoner hvor minst en har høyere temperatur enn minst en annen stigesone, og hvor omdannelsen per gjennomløp i høytemperaturstige-sonen eller reaktoren erilik eller mindre enn omdannelsen per gjennom-løp i lavtemperatur-stigesonen. I en foretrukken utførelse anvender man en fluid-katalytisk krakkingsenhet med to stigesoner.

Foreliggende oppfinnelse vil nå bli forklart med henvisning til de medfølgende tegninger. Fig. 1 viser et apparat ved hjelp av hvilket foreliggende fremgangsmåte kan utføres. Fig. 2 er et diagram som viser utbyttet av nafta i forhold til bktantallet på den fremstilte nafta når man opererer en fluid-katalytisk krakkingsenhet på en rekke forskjellige måter, hvorav to

omfatter foreliggende fremgangsmåte.

Rent generelt har man oppnådd betydelige forbedringer ved drift av en fluid-katalytisk krakkingsenhet når man anvender en zeolitt-krakkingskatalysator og et flertall stigesoner hvor man under-kaster en gassolje en katalytisk krakking i stigesonene samtidig som man opprettholder forskjellige temperaturer i disse soner, og hvor omdannelsen av gassoljen i høytemperatur-stigesonen tilsvarer eller er lavere enn omdannelsen i lavtemperaturstigesonen. Ved å drive en-heten på denne måte er det mulig å oppnå høyere utbytte av høyoktan-benzin enn det som hittil har vært mulig i tilsvarende utstyr.

Ifølge foreliggende oppfinnelse er det således tilveiebragt en fremgangsmåte for katalytisk krakking av et flertall ubehandlede gassoljer med en fluidisert zeolitt-krakkingskatalysator i en krakkingsenhet bestående av en reaktor, en regenerator samt et flertall langstrakte reaksjonssoner, hvor nevnte reaktor inneholder en tett fase og en fortynnet fase av katalysatoren, hvor de langstrakte reaksjonssoner ender i reaktoren, og hvor blandinger av gassoljene og katalysatoren under katalytiské krakkingsbetingelser føres gjennom de langstrakte reaksjonssoner til reaktoren, og denne fremgangsmåte er kjennetegnet ved at man: a) fører en første del av en ubehandlet gassolje gjennom minst en langstrakt reaksjonssone,b) fører en annen del av én ubehandlet gassolje gjennom minst en annen langstrakt re aks jons sone,

o) holder temperaturen i reaksjonssonen i trinn a) fra 11° til ill°C høyere enn temperaturen i reaksjonssonen i trinn b),

d) holder omdannelsen per gjennomløp i første langstrakte re eiks jons sone i trinn a) 0 35 volumprosent lavere enn i reaksjons-8onen i trinn b), og

■ e) fører avløpet fra de langstrakte reaksjonssoner inn i en katalysatorfase i reaktoren, idet avløpet består av en dampforroet reak-s jons bl anding og katalysator.

I den enkleste utførelse av. foreliggende oppfinne la* anvender

man. en fluid-katalytisk krakkingsenhet med to stigesoner, dg hvor høy-temperatur-stigesonen har én temperatur på ca. 621°C, mens lavtémpera^ tur-øtigesonen har temperaturer fra 427° - 6lO°C og en omdannelse: fra 30 ti 80 volumprosent.

Både stigesonekrakking og krakking av gassoljen i fluidisert, tett fase, kan anvendes i foreliggende fremgangsmåte, noe som gir en rekke forskjellige muligheter. Skjønt disse muligheter tør være innlysende for fagfolk, vil man dog i det etterfølgende kort beskrive en del av disse i en fremgangsmåte hvor man anvender en enhet med to stigesoner.

I en utførelse av krakkingen av gassoljen begrenset til stigesonene, ved at man fører avløpet fra begge stigesoner over i en fortynnet katalysatorfase i et reaktorkar, og hvor omdannelsen per gjennomløp i høytemperaturstigesonen er fra 0 til 35 volumprosent lavere enn i lavtemperaturstigesonen. I denne situasjonen vil reaktorkaret anvendes som en mottagersone uten at det skjer noen krakking i denne.

I en annen utførelse blir gassolje, som føres gjennom lavtemperaturstigesonen, underkastet ytterligere krakking i en tett katalysatorfase. Dette oppnåes ved å føre avløpet fra høytemperatur-stigesonen over i en fortynnet katalysatorfase, mens avløpet fra lavtemperaturstigesonen føres inn i en tett katalysatorfase under katalytiske krakkingsbetingelser som bevirker en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent. I denne utførelse er omdannelsen per gjennomløp i høytemperaturstigesonen fra 0 til 35 volumprosent lavere enn den totale omdannelse man oppnår i lavtemperaturstigesonen og den tette fase av katalysator. Omdannelsen i disse to siste soner- bør ikke overstige 80 volumprosent. Ved å justere disse betingelsene kan omdannelsen i lavtemperaturstigesonen være lavere, lik eller høyere enn den man får i høytemperaturstigesonen.

I en annen utførelse blir gassolje i lavtemperaturstigesonen bare underkastet krakking i denne, mens gassoljen i høytemperatur-stigesonen krakkes både i stigesonen og den tette katalysatorfase.. Avløpet fra lavtemperaturstigesonen blir så ført direkte over i en fortynnet fase av katalysator i reaktorkaret, mens avløpet fra høy-temperaturstigesonen føres over i en tett fase av katalysator og føres gjennom denne under katalytiske krakkingsbetingelser som bevirker en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent. Denne kombinerte omdannelse i høytemperaturstigesonen og den tette fase overstiger ikke 80 volumprosent, mens den samlede omdannelse er fra 0 til 35 volumprosent lavere enn i lavtemperaturstigesonen.

I en annen utførelse blir gassoljen i begge stigesoner underkastet både krakking i stigesonen og i den tette katalysatorfase,noe som utføres ved å ta blandingen fra begge stigesoner over i en tett fase av katalysator under katalytiske krakkingsbetingelser hvorved manbevirker en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent. I denne utførelse er omdannelsen per gjennomløp i en høytemperaturstige-sone fra 0 til 35 volumprosent lavere enn i lavtemperaturstigesonen, og den totale omdannelse for all gassolje som føres gjennom stigesonen og den tette katalysatorfase overstiger ikke 80 volumprosent. -Den ferske tilførsel kan omfatte gassoljer av alle typer. Blant de som spesielt kan anvendes i foreliggende fremgangsmåte er petroleumsfraksjoner som koker fra 221° til 566°C, og som kan omfatte tunge atmosfæriske gassoljer, lette og tunge vakuumgassoljer, gassoljer med nedsatt hellepunkt, deasfalterte gassoljer, dekarboniserte gassoljer, hydrogenbehandlede gassoljer og oppløsningsmiddelekstra-herte gassoljer. Alle disse utgangsmaterialer er ubearbeidede, dvs. at bearbeidingen tidligere ikke har omfattet en fluid-katalytisk krakking. x

Den katalysator som kan anvendes i foreliggende oppfinnelse, omfatter et storporet, krystallinsk aluminiumoksydsilikat som vanligvis betegnes som zeolitt, samt et aktivt metalloksyd, eksemplifisert ved silisiumdioksyd-aluminiumoksydgel eller leire. De zeolitter som kan anvendes som krakkingskatalysatorer i foreliggende fremgangsmåte, har en stiv tredimensjonal struktur med jevn porediameter som varierer fra 5 til 15 A. De krystallinske zeolittiske katalysatorer som be-nyttes omfatter fra 1 til 25 vektprosent zeolitt, fra 10 til 50 vektprosent aluminiumoksyd mens resten er silisiumdioksyd. Blant de fore-trukne zeolitter er zeolitt X og zeolitt Y, hvor i det minste en vesentlig del av de opprinnelige alkalimetallioner er blitt erstattet med kationer såsom hydrogen og/eller metallioner eller kombinasjoner av metallioner såsom barium, kalsium, magnesium, mangan og sjeldne jord-metaller, f.eks. cerium, lantan, neodymium, prttsodymium, samarium og yttrium.

Ifølge foreliggende oppfinnelse blir gassoljen ført inn i en rekke langstrakte reaksjonssoner som opereres ved forskjellige temperaturer. I den enkleste form anvender man to langstrakte reaksjonssoner eller stigesoner. Driftsbetingelsene omfatter følgende: fra 20 til 80 volumprosent, fortrinnsvis fra 40 til 60 volumprosent av tilførselen blir.ført inn i lavtemperaturstigesonen som har en temperatur fra 427° til 6l0°C, fortrinnsvis fra 449° til 538°C,'og en omdannelse per gjennomløp på 30 til 80 % t fortrinnsvis 40 til 75 %. Med omdannelse forståes her 100 minus den volumprosent av produktet som koker over 221°C. Resten av gassoljen føres inn i høytemperatur- stigesone som har en temperatur som ikke overstiger 621°C, og som er fra 11° til 111°C, fortrinnsvis fra 28° til 83°C høyere enn i lavtemperaturstigesonen. Omdannelsen per gjennomløp i høytemperatur-stigesonen er fra 0 til 35 % t. fortrinnsvis fra 10 til 20. % lavere enn i lavtemperaturstigesonen når krakkingen er begrenset til stigesonen. Når fremgangsmåten eventuelt omfatter en krakking av gassoljen også i en tettfaset katalysator, så vil forholdet mellom omdann-elsene i de forskjellige stigesoner være noe forskjellig fra det som er. forklart ovenfor. Andre ikke-kritiske driftsbetingelser er av den type som vanligvis kjennes for krakking i stigesoner, dvs. oppholds-tider, fra 2 til 15 sekunder, fortrinnsvis fra 3 til 10 sekunder, en damphastighet mellom 3 og 16 m/sekund, fortrinnsvis 6.5 til 13 m/ sekund, og en romhastighet på fra 10 til 100 vekt/time/vekt, fortrinnsvis 40 til 65 vekt/time/vekt.

Når avløpet fra en eller begge stigesoner omfatter dampformede reaksjonsprodukter og katalysator, og hvor produktene ikke krever ytterligere krakking, så blir avløpet ført over i en fortynnet katalysatorfase over det tettfasede, fluidiserte katalysatorsjikt.

Når det er nødvendig med ytterligere krakking av en eller flere av av-løpene, så kan denne eller disse føres inn i den nedre del av den fluidiserte tettfasede katalysator hvor man får en ytterligere omdannelse av de dampformede produkter. Katalysator fra en stigesone som frigjøres i den fortynnede katalysatorfasen i reaktoren, skilles fra de gassformede reaksjonsprodukter over det tettfasede sjikt og kombineres med katalysator fra en stigesone som fører inn i det tettfasede katalysatorsjikt. De samlede katalysatorer som et fluidisert tett sjikt bringes i kontakt med de dampformede produkter fra sistnevnte stigesoner for ytterligere omdannelse av gassoljen. Driftsbetingelsene i nevnte tettfasede katalysator omfatter en temperatur fra 427° til 621°C, en damphastighet fra O.15 til 1.3 m/sekund, fortrinnsvis 0.4 til 0.7 m/sekund, og en romhastighet på fra 1 til 40 vekt/time/ vekt, fortrinnsvis 3 til 25 vekt/time/vekt. Ved å la de dampformede produkter fra en eller flere stigesoner komme i kontakt med den fluidiserte tettfasede katalysator, oppnår man en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent.

Skjønt man vil oppnå betydelige fordeler ved å føre fra 20 til 80 volumprosent av tilførselen inn i lavtemperaturstigesonen og resten i høytemperaturstigesonen, så har man funnet at man i de fleste tilfelle oppnår optimale resultater når hver av de to stigesoner mot- tar halvparten av tilførselen. Det er imidlertid innlysende at man kan anvende andre mengdeforhold under visse omstendigheter for å oppnå optimale resultater.

Ved å anvende foreliggende fremgangsmåte er det mulig å oppnå høyere naftautbytte med høyere oktantall enn det som hittil har vært mulig.

Det er i mange tilfelle mulig å anvende foreliggende fremgangsmåte i eksisterende katalytiske krakkingsenheter med en rekke stigesoner. Med slikt eksisterende utstyr-kan det imidlertid være tilfeller hvor oppfinnelsen vil være begrenset til visse utførelser. Generelt kan man angi at økende reaktortemperaturer øker omdannelsen per gjennomløp, noe som resulterer i at høytemperaturstigesonen vil ha høyere omdannelse per gjennomløp, hvis man ikke anvender en spesiell utforming eller spesielle driftsbetingelser. Istedenfor å senke omdannelsen i høytemperaturstigesonen i eksisterende utstyr, kan man anvende foreliggende fremgangsmåte slik at man får en økende omdannelse i lavtemperaturstigesonen, f.eks. ved å senke den tilførte mengde til lavtemperaturstigesonen. Skjønt dette kan frembringe en meget lav og uønsket lineær hastighet, så vil en tilførsel av damp i lavtemperatur-stigesonen opptre ved denne ulempe, men oppholdstiden og omdannelsen kan bli redusert i meget sterk grad foruten at katalysatoraktiviteten kan bli svekket. En anvendelse av foreliggende' oppfinnelse i eksisterende utstyr kan. nødvendiggjøre meget nøyaktige undersøkelser og

justeringer av driftsbetingelsene, ja endog modifikasjoner av utstyret. Det.er foretrukket at den katalytiske krakkingsenhet er spesielt utformet for den foreliggende fremgangsmåte. Por å oppnå lavere omdannelse per gjennomløp i høytemperaturstigesonen, må oppholdstiden i denne reduseres ved f.eks. å redusere lengden på sonen, ved å anvende høyere lineær hastighet i høytemperaturstigesonen enn i lavtemperaturstigesonen, øke krakkingen per gjennomløp i lavtemperatur-stigesonen ved å anvende en mer tettfaset krakkingskatalysator over lavtemperaturstigesonen, eller en kombinasjon av det ovennevnte.

Foreliggende oppfinnelse vil nå bli forklart med henvisning til den medfølgende fig. 1, som viser og eksemplifiserer et apparat ved hjelp av hvilket foreliggende fremgangsmåte kan gjennomføres.

Fersk gassolje føres inn via ledningene 10 og 22 til de to stigesoner, og i et mengdeforhold som tilsvarer ca. 1:1. Utgangsmaterialet i ledning 10 bringes i kontakt med en varm, regenerert molekylsikt-zeolittkatalysator fra fallrøret 12 og katalysatoren har på dette tidspunkt en temperatur på ca. 621°C. Den resulterende sus-pensjon av katalysator i oljedamp ved en temperatur på ca. 510°C, stiger opp i stigesone 14 med en damphastighet på ca. 13 m/sekund og inn i den fortynnede katalysatorfase i reaktor 16. Stigesone 14 som i det etterfølgende er betegnet høytemperaturstigesonen, ender i et nedadrettet utløp med en tagget kant 18, hvis formål er å tilveiebringe en jevn strøm av hydrokarbondamper fra stigesone 14 og inn i den fortynnede katalysatorfase i reaktor 16, spesielt når overflaten 20 på den tette katalysatorfase under kanten 18 fluktuerer nær utløpet av stigesone 14 slik denne er definert ved kanten 18. Tilstander i høy-temperaturstigesone 14 omfatter en romhastighet på 60 vekt/time/vekt og en damphastighet på 13 m/sekund, noe som gir en oppholdstid på ca. 3.5 sekunder. Omdannelsen av gassoljen i denne stigesonen under disse betingelser er ca. 50 volumprosent.

Den gjenværende del av utgangsmaterialet føres gjennom ledning 22 til lavtemperaturstigesone 24 hvor den bringes i kontakt med varm zeolittkatalysator slik dette er beskrevet ovenfor, fra. fall-røret 26. Den resulterende katalysator-dampblanding ved en temperatur på ca. 466°C stiger opp igjennom lavtemperaturstigesonen 24 med en midlere hastighet på ca. 6.5 m/sekund og en midlere oppholdstid på ca. 8 sekunder. Andre betingelser i denne stigesone omfatter en romhastighet på 45 vekt/time/vekt. Under passasjen gjennom lavtemperaturstigesone 24 får man en omdannelse på ca. 55 volumprosent.

Blandingen fra lavtemperaturstigesone 24 føres inn i den nedre del av reaktor 16 og opp igjennom den tette fase av krakkingskatalysator i denne, hvorved man får en ytterligere omdannelse på

ca. 11 % av gassoljen. Andre betingelser i den tettfasede katalysator i reaktor 16, omfatter et katalysator til oljeforhold på ca. 12, og en romhastighet på ca. 4 vekt/time/vekt. Totalt får man i høy-temperaturstigesonen, lavtemperaturstigesonen og i den tette katalysatorfase, en total omdannelse på 58 volumprosent, hvor nevnte omdannelse er definert som 100 minus volumprosent av produktet som koker over 221°C. Damphastigheten i reaktoren er ca. 0.5 m/sekund på det punkt hvor lavtemperaturstigesonen løper inn i den tette fase, 0.4 m/sekund på det punkt hvor dampen frigjøres fra den tette katalysatorfase ved nivå 20, 0.8 m/sekund på det punkt hvor høytemperaturstige-sonen ender i den fortynnede fase, og under 0.6 m/sekund i den øvre del av sykloninnløpene.

Krakkede produkter frigjøres fra katalysatoren i den for tynnede fase, dvs. over nivået 20. Dampene sammen med eventuell med-ført katalysator føres gjennom syklonen 28, hvor katalysatoren skilles ut og returneres til sjiktet via fallrør 30. Utstrømmende gasser fra syklon 28 føres gjennom ledning 32 til et samlekammer 34, hvor gasser fra andre sykloner (ikke vist) kombineres og føres ut fra reaktoren

via ledning 36. Ledning 36 fører de krakkede produkter videre til enheter for produktutvinning (ikke vist), hvor produktene utvinnes og skilles i de ønskede produkter ved kompressjon, absorbsjon og/eller destillasjon.

Damp føres gjennom ledning 38 til dampring 40 og. frigjøres i den nedre del av reaktor 16 på et punkt som ligger under utløpet av lavtemperaturstigesone 24. Tettfaset katalysator i den nedre del av reaktor 16 strippes ved hjelp av dampen fra ring 40 og føres nedover gjennom fallrøret 42 og 44 og ventilene 46 og 48 inn i en strippingssone 50. Denne sone er utstyrt med avbøyningsplater 52 festet til stigesone 24 og avbøyningsplater 54 festet til veggen av strippingssone 50. Damp frigjøres via ledning 56 og dampring 58 i den nedre del av strippingssone 50 under platene 52 og gjennom ledning 60 og dampring 62 under platene 54. Oppadstigende damp fjerner adsorberte

og medførte hydrokarbondamper, og disse føres opp gjennom utventiler-ingsrør 63 som ender i den fortynnede fasen i reaktor 16, hvoretter de utvinnes sammen med de krakkede produkter slik dette er beskrevet ovenfor.

Strippet katalysator taes ut fra bunnen av strippingssone 50 gjennom fallrør 64 med en hastighet som reguleres av ventil 66 og

føres fra rør 68 inn i regenerator 70. Den brukte katalysator blir i . regenerator 70 kontaktet med. luft som tilføres via ledning 72 og luft-ring 74. Under regenereringen danner katalysatoren en tett fase med et toppnivå 76. Karbon på overflaten av katalysatoren blir her brent, .'av, og den resulterende forbrenningsgass føres opp gjennom regenerator 70 og inn i syklonen 78, hvor medført katalysator skilles; ut og returneres til regeneratorens tettere fase gjennom fallrør 80»; Ut-strømmende forbrenningsgass fra syklon 78 føres gjennom ledning 82 til. samlekammer 84 og så videre ut gj.ennom ledning 86 til anordninger (ikke vist) som kan være utformet for gjenvinning av varme og energi fra forbrénningsgassene på kjent måte. Regenerert katalysator taes ut fra bunnen av regenerator 70 gjennom ledningene 88 og 90 med hastig-heter som reguleres av ventilene 92 og 94 for tilførsel av varm regenerert katalysator til fallrør 12 og 26 slik dette er beskrevet ovenfor.

Det er i det følgende angitt et eksempel på foreliggende fremgangsmåte hvor man anvendte en kontinuerlig katalytisk krakkingsenhet med fluidiserte sjikt. Av hensiktsmessighetsgrunner og for enkelhetens skyld", er det ikke angitt noen resirkulering og ingen tettfaset krakking i noen av eksemplene.

I alle tilfeller anvendte man en ubehandlet gassolje med

en API-tetthet på 30.9 og en ASTM-destillasjon på: begynnende koke-punkt 234°C, 50 % 329°C og sluttkokepunkt, over 404°C. Videre anvendte man i alle tilfeller en ekvilibrert zeolittkatalysator av molekylsikt-typen.

I tilfellet A ble fersk gassolje ført inn i en fluid-katalytisk krakkingsenhet med en enkelt stigesone. I tilfellet B anvendte man en fluid-katalytisk krakkingsenhet (FCCU) med to stigesoner. Krakkingen ble utført i de to stigesoner ved forskjellige temperaturer, og omdannelsen i høytemperaturstigesonen var høyere enn i lavtemperaturstigesonen. Tilfellene A og B representerer tidligere kjente fremgangsmåter. I tilfellet C og tilfellet D anvendte man en fluid-katalytisk krakkingsenhet med to stigesoner hvor den ferske tilførsel ble ført inn i begge stigesoner, hvorav den ene hadde høyere temperatur enn den annen. I tilfellet C var omdannelsen per gjennomløp den samme i begge stigesoner, mens man i tilfellet D hadde lavere omdannelse per gjennomløp i høytemperaturstigesonen. Både tilfellet C og tilfellet D er utførelser av foreliggende fremgangsmåte. Naftautbytte og oktantall for produktene i de forskjellige tilfeller, er angitt i tabell I nedenfor. Den totale 221°.C omdannelsen i alle tilfeller var 58 volumprosent, og temperatur i stigesonene varierte mellom 449° og 5l6°C. I tillegg til dette har man angitt effekten av et varierende forhold mellom tilførselen til to stigesoner. Fig. 2

er basert på de nedenfor angitte data, og angir utbyttet av nafta i forhold til naftaoktantallet ved konstant omdannelse for flere av de ovennevnte tilfeller.

Det fremgår av fig. 2 og tabell I at man oppnår de høyeste utbytter i tilfellet C og tilfellet D, aller best i tilfellet D. Man ser videre at man ikke alltid oppnår forbedrede utbytter når den ferske tilførsel føres inn i to stigesoner, ettersom resultat B ga dårligere resultater enn i tilfellet A, hvor den ferske tilførsel bare ble ført inn i en.stigesone. Det fremgår videre at utbyttet er påvirket av det forhold i hvilket den ferske tilførsel tilføres de to stigesoner. Det fremgår at den ferske tilførsel bør spaltes opp i et forhold på ca. 1:1 for å oppnå de beste resultater, noe som fremgår av tilfellet D.

Claims (7)

1. Fremgangsmåte for katalytisk krakking av et flertall ubehandlede gassoljer med en fluidisert zeolitt-krakkingskatalysator i en krakkingsenhet bestående av en reaktor, en regenerator samt et flertall langstrakte reaksjonssoner, hvor reaktoren inneholder en tett fase og en fortynnet fase av katalysatoren, hvor de langstrakte reaksjonssoner ender i reaktoren, og hvor blandinger av gassoljene og katalysatoren under katalytiske krakkingsbetingelser føres igjennom de langstrakte reaksjonssoner til reaktoren,karakterisertved at man: a) fører en første del av en ubehandlet gassolje gjennom minst en langstrakt reaksjonssone, b) fører en annen del av en ubehandlet gassolje gjennom minst en annen langstrakt reaksjonssone, c) holder temperaturen i reaksjonssonen i trinn a) fra 11° til 111°C høyere enn temperaturen i reaksjonssonen i trinn b), d) holder omdannelsen per gjennomløp i første langstrakte reaksjonssone i trinn a) 0 - 35 volumprosent lavere enn i reaksjonssonen i trinn b), og e) fører avløpet fra de langstrakte reaksjonssoner inn i en katalysatorfase i reaktoren, idet avløpet består av en dampformet reaksjonsblanding og katalysator.

2.. Fremgangsmåte ifølge krav 1, hvor den fluidiserte katalytiske krakkingsenhet omfatter to langstrakte reaksjonssoner,karakterisert vedat temperaturen i den første langstrakte reaksjonssone, som er sonen med den høyeste temperatur, holdes på under 621°C, mens temperaturen i den andre langstrakte reaksjonssone holdes på fra 427° til 6lO°C og omdannelsen på fra 30 til 80 volumprosent.

3. Fremgangsmåte ifølge krav 2,karakterisertved at avløpene fra den første og den andre langstrakte reaksjonssonen føres inn i en fortynnet fase av katalysator.

4. Fremgangsmåte ifølge krav 2,karakterisertved at avløpet fra en av de langstrakte reaksjonssoner føres inn i en fortynnet fase av katalysatoren, mens avløpet fra den andre langstrakte reaksjonssonen føres inn i en tett fase av katalysatoren, en dampformet reaksjonsblanding føres gjennom den tette fase under katalytiske krakkingsbetingelser hvorved frembringes en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent.

5. Fremgangsmåte ifølge krav 2,karakterisertved at avløpene fra den første og den andre langstrakte reaksjonssone føres til en tett fase av katalysatoren, de dampformede reaksj ons-blandinger fra den første og den andre langstrakte reaksjonssone føres gjennom den tette fase under katalytiske krakkingsbetingelser hvorved frembringes en ytterligere omdannelse på fra 5 til 30 volumprosent.

6. Fremgangsmåte ifølge krav 2,karakterisertved at fra 20 til 80 volumprosent av en gassolje føres inn i den første langstrakte reaksjonssone, .mens resten av gassoljen føres inn i den andre langstrakte reaksjonssonen.

7. Fremgangsmåte ifølge krav 5 eller 6,karakterisert vedat fra 40 til 60 volumprosent av gassoljen føres inn i den første langstrakte reaksjonssone, temperaturen i denne første langstrakte reaksjonssone holdes fra 28° til 83°C høyere og omdannelsen fra 10 til 20. volumprosent lavere enn i den andre langstrakte reaksjonssone hvor temperaturen er fra 449° til 538°C.