NO169297B

NO169297B - PROCEDURE FOR CONVERSION OF DISTILLABLE GAS OIL CONTAINING AROMATIC CONTENT

Info

Publication number: NO169297B
Application number: NO871577A
Authority: NO
Inventors: Michael J Humbach; John G Hale
Original assignee: Uop Inc
Priority date: 1987-04-14
Filing date: 1987-04-14
Publication date: 1992-02-24
Also published as: NO871577D0; NO169297C; NO871577L

Description

Oppfinnelsens område Field of the invention

Det tekniske område som denne oppfinnelse angår, er The technical area to which this invention relates is

å gjøre utbyttet av mellomdestillat fra tungdestillathydro-carboner så høyt som mulig. Oppfinnelsen angår nærmere bestemt en fremgangsmåte for omvandling av et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale som i det vesentlige er fritt for asfalteniske hydrocarboner og som har en konsentrasjon av aromatiske hydrocarbonforbindelser som er høyere enn 20 vol%, for selektivt å produsere store mengder av mellomdestillat samtidig som hydrogenforbruket minimeres. to make the yield of middle distillate from heavy distillate hydrocarbons as high as possible. More specifically, the invention relates to a process for converting an aromatic-rich, distillable gas oil feed material which is essentially free of asphaltene hydrocarbons and which has a concentration of aromatic hydrocarbon compounds which is higher than 20 vol%, to selectively produce large quantities of middle distillate at the same time as the hydrogen consumption is minimized.

' Oppfinnelsens bakgrunn ' Background of the invention

I US patent nr. 3730875 er-en fremgangsmåte beskrevet for omvandling av et asfaltenholdig, hydrocarbonaktig utgangsmateriale til laverekokende hydrocarbonprodukter, hvor (a) utgangsmaterialet reageres med hydrogen i en katalytisk hydrogeneringsreaksjonssone, (b) det erholdte hydrogenerte avløp reageres ytterligere i en ikke-katalytisk varm (termisk)-reaksjonssone, og (c) i det minste en del av det erholdte normalt flytende, varmkrakkede (termisk krakkede) avløp reageres i en katalytisk hydrokrakkingsreaksjonssone. I dette US patent er det også angitt at en del av et hydro-krakkeravløp kan resirkuleres til hydrogeneringssonen. In US patent no. 3730875, a method is described for the conversion of an asphaltene-containing, hydrocarbon-like starting material into lower-boiling hydrocarbon products, where (a) the starting material is reacted with hydrogen in a catalytic hydrogenation reaction zone, (b) the hydrogenated effluent obtained is further reacted in a non-catalytic hot (thermal) reaction zone, and (c) at least a portion of the obtained normally liquid, hot cracked (thermally cracked) effluent is reacted in a catalytic hydrocracking reaction zone. In this US patent, it is also stated that part of a hydrocracker effluent can be recycled to the hydrogenation zone.

I US patent nr. 359430.9 er en fremgangsmåte beskrevet for omvandling av et asfaltenholdig hydrocarbonaktig utgangsmateriale til laverekokende hydrocarbonprodukter, hvor (a) utgangsmaterialet reageres med hydrogen i en katalytisk reaksjonssone, (b) i det minste endel av avløpet fra den katalytiske reaksjonssone krakkes i en ikke-katalytisk reaksjonssone, og (c) en "slop"-voksstrøm som skriver seg fra den ikke-katalytiske reaksjonssone, resirkuleres til den katalytiske reaksjonssone i trinn (a). Denne strøm av "slop"-voks eller sloppvoks er særpreget ved at den koker innen et temperaturområde som ligger over temperaturområdet for vakuumgassoljer, og innen et temperaturområde av fra 526 til 620°C. In US patent no. 359430.9, a method is described for converting an asphaltene-containing hydrocarbon-like starting material into lower-boiling hydrocarbon products, where (a) the starting material is reacted with hydrogen in a catalytic reaction zone, (b) at least part of the effluent from the catalytic reaction zone is cracked in a non-catalytic reaction zone, and (c) a "slop" wax stream emerging from the non-catalytic reaction zone is recycled to the catalytic reaction zone in step (a). This stream of "slop" wax or slop wax is characterized by boiling within a temperature range above the vacuum gas oil temperature range, and within a temperature range of from 526 to 620°C.

I US patent nr. 3775293 er en fremgangsmåte beskrevet for å reagere en hydrocarbonaktig harpiks med hydrogen i en katalytisk hydrokrakkingsreaksjonssone under hydrokrakkingsbetingelser som er slik valgt at harpiksen blir omvandlet til laverekokende hydrocarbon. Videre blir i det minste endel av hydrokrakkingavløpet reagert i en ikke-katalytisk reaksjonssone under varmkrakkingsbetingelser, og i det minste endel av det erholdte varmkrakkede produktav-løp blir reagert i en egen katalytisk reaksjonssone med hydrogen under hydrokrakkingsbetingelser. Hydrocarbon-aktige harpikser anses å ikke kunne destilleres når de har kokepunkter som er høyere enn 565°C. In US patent no. 3775293, a method is described for reacting a hydrocarbon-like resin with hydrogen in a catalytic hydrocracking reaction zone under hydrocracking conditions which are so chosen that the resin is converted to a lower boiling hydrocarbon. Furthermore, at least part of the hydrocracking effluent is reacted in a non-catalytic reaction zone under hot cracking conditions, and at least part of the obtained hot cracked product effluent is reacted in a separate catalytic reaction zone with hydrogen under hydrocracking conditions. Hydrocarbon-like resins are considered undistillable when they have boiling points higher than 565°C.

Dessuten er hydrogenering av et varmkrakkingspåmat-ningsmateriale beskrevet i US patent nr. 4181601 og i US patent nr. 4324935. Also, hydrogenation of a hot cracking feedstock is described in US Patent No. 4,181,601 and in US Patent No. 4,324,935.

Kortfattet oppsummering av oppfinnelsen Concise summary of the invention

Ved den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes en integrert prosess for omvandling av et aromatrikt, destillerbart gassoljeutgangsmateriale for selektivt å fremstille store mengder av mellomdestillat av høy kvalitet samtidig som forbruket av hydrogen holdes på ét minimum, ved å reagere The present invention provides an integrated process for converting an aromatic, distillable gas oil feedstock to selectively produce large quantities of high quality middle distillate while keeping hydrogen consumption to a minimum, by reacting

det aromatrike utgangsmateriale i en hydrokrakkingsreaksjonssone for fremstilling av en mellomdestillatproduktstrøm og the aromatic feedstock in a hydrocracking reaction zone to produce a middle distillate product stream and

en paraffinrik hydrocarbonaktig strøm som koker ved én temperatur over 371°C. Denne erholdte paraffinrike hydrocarbonaktige strøm som er spesielt velegnet som påmatningsmateriale. for en ikke-katalytisk varmreaksjon på grunn av dets høye paraffinkonsentrasjon, blir reagert i en ikke-katalytisk. varmreaksjonssone under milde varmkrakkingsbetingelser for fremstilling av en annen mellomdestillatproduktstrøm. a paraffin-rich hydrocarbon-like stream boiling at one temperature above 371°C. This obtained paraffin-rich hydrocarbon-like stream which is particularly suitable as feed material. for a non-catalytic hot reaction due to its high paraffin concentration, is reacted in a non-catalytic. hot reaction zone under mild hot cracking conditions to produce another middle distillate product stream.

Oppfinnelsen angår således en fremgangsmåte for omvandling av et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale som i det vesentlige er fritt for asfalteniske hydrocarboner og som har en konsentrasjon av aromatiske hydrocarbonforbindelser som er høyere enn 20 vol%, for selektivt å produsere store mengder av mellomdestillat samtidig som hydrogenforbruket minimeres, og fremgangsmåten er særpreget ved at den omfatter de trinn at The invention thus relates to a method for converting an aromatic-rich, distillable gas oil feed material which is essentially free of asphaltenic hydrocarbons and which has a concentration of aromatic hydrocarbon compounds which is higher than 20 vol%, to selectively produce large quantities of middle distillate while minimizing hydrogen consumption , and the method is distinctive in that it includes the steps that

(a) påmatningsmaterialet omsettes med hydrogen i en hydrokrakkingsone som inneholder en katalysator som omfatter en kombinasjon av katalytisk effektive mengder av (a) the feedstock is reacted with hydrogen in a hydrocracking zone containing a catalyst comprising a combination of catalytically effective amounts of

komponent fra gruppe VIB eller gruppe VIII sammen med et ildfast uorganisk oxyd, under hydrokrakkingbetingelser som innbefatter anvendelse av en maksimal katalysatorlagtemperatur av 315-454°C valgt for omvandling av i det minste endel av påmatningsmaterialet til laverekokende hydrocarbonprodukter, innbefattende mellomdestillat, og for å omvandle minst 10 volum% av de aromatiske hydrocarbonforbindelser som er inneholdt i påmatningsmaterialet, slik at det fås en øket konsentrasjon av paraffinhydrocarbonforbindelser i det erholdte avløp fra hydrokrakkingreaksjonssonen, component from Group VIB or Group VIII together with a refractory inorganic oxide, under hydrocracking conditions that include the use of a maximum catalyst bed temperature of 315-454°C selected to convert at least a portion of the feedstock to lower boiling hydrocarbon products, including middle distillates, and to convert at least 10% by volume of the aromatic hydrocarbon compounds contained in the feed material, so that an increased concentration of paraffin hydrocarbon compounds is obtained in the obtained effluent from the hydrocracking reaction zone,

(b) det erholdte avløp fra hydrokrakkingreaksjonssonen separeres i en mellomdestillatproduktstrøm (b) the resulting effluent from the hydrocracking reaction zone is separated into a middle distillate product stream

og en parafinrik hydrocarbonaktig strøm som koker ved and a paraffin-rich hydrocarbon-like stream that boils

en temperatur over 371°C, a temperature above 371°C,

(c) mellomdestillatproduktstrømmen fra trinn (b) utvinnes, (d) den parafinrike hydrocarbonaktige strøm utvunnet i trinn (b) reageres i en ikke-katalytisk termisk reaksjons sone : under milde termiske krakkingbetingelser som innbefatter anvendelse av en forhøyet temperatur fra 371 til 526°C, et trykk fra 207 til 6895 kPa manometertrykk og en ekvivalent oppholdstid ved 482°C av fra 1 til 60 sekunder, slik at det fås et avløp fra den ikke-katalytiske termiske (c) the middle distillate product stream from step (b) is recovered, (d) the paraffinic hydrocarbon-like stream recovered in step (b) is reacted in a non-catalytic thermal reaction zone: under mild thermal cracking conditions involving the use of an elevated temperature from 371 to 526° C, a pressure of from 207 to 6895 kPa gauge pressure and an equivalent residence time at 482°C of from 1 to 60 seconds, so as to obtain an effluent from the non-catalytic thermal

reaksjonssone, og reaction zone, and

(e) avløpet fra den ikke-katalytiske termiske reaksjonssone separeres i en mellomdestillatfraksjon (e) the effluent from the non-catalytic thermal reaction zone is separated into a middle distillate fraction

som koker innen området fra 149 til 371°C, og i en tung-fraksjon som koker ved en temperatur over 371 C, which boils within the range from 149 to 371°C, and in a heavy fraction which boils at a temperature above 371 C,

og eventuelt blir and eventually becomes

(f) i det minste endel av tungfraksjonen som koker ved en temperatur over 371°C og som utvinnes i trinn (e), innført i en fluid katalytisk krakkingsone under fluid katalytiske krakkingbetingelser slik at det fremstilles en bensinproduktstrøm og en annen (f) at least a portion of the heavy fraction boiling at a temperature above 371°C and recovered in step (e), introduced into a fluid catalytic cracking zone under fluid catalytic cracking conditions to produce a gasoline product stream and another

mellomdestillatproduktstrøm. middle distillate product stream.

Kortfattet beskrivelse av tegningene Brief description of the drawings

Figur 1 og Figur 2 er forenklede flytskjemaer for foretrukne utførelsesformer av fremgangsmåten ifølge oppfinnelsen. Figure 1 and Figure 2 are simplified flow charts for preferred embodiments of the method according to the invention.

Detaljert beskrivelse av oppfinnelsen Detailed description of the invention

Det foreligger et stadig økende behov for mellomdestillat (midtdestillat)-produkter som koker innen området fra 149 til 371°C. Slike produkter innbefatter for eksempel luftfartøyturbinbrensler, dieselbrensler, fyringsoljer, oppløsningsmidler og lignende produkter. For å kunne til-fredsstille behovet for disse produkter er et stort antall katalytiske hydrokrakkingprosesser blitt utviklet. Katalytisk hydrokrakking er imidlertid tidligere blitt utviklet hovedsakelig for produksjon av laverekokende produkter, som bensin, og meget aktive katalysatorer er blitt utviklet for dette formål. Disse katalysatorer omfatter som regel en sterkt sur base, som hydrogen-Y-zeolitt eller silika-alumina-cogel på hvilken en egnet hydrogenerings-metallkomponent er blitt avsatt. Når disse tidligere katalysatorer og hydrokrakkingprosesser anvendes for omvandling av tungoljer som koker over 371°C, til mellomdestillatprodukter, var selektiviteten til mellomdestillat langt lavere enn ønsket var. Under hydrokrakkingbetingelser som var tilstrekkelig kraftige til å gi økonomisk omvandling av påmatningsmaterialet, ble en større andel av påmatningsmaterialet omvandlet til produkter som kokte under 204°C, hvorved utbyttet av mellomdestillatprodukt ble redusert. Øket utbytte av mellomdestillatprodukt kunne imidlertid oppnås ved anvendelse av forbedrede mellomdestillathydro-krakkingkatalysatorer, men denne metode for vanlig hydrokrakking er kostbar og i en rekke tilfeller uøkonomisk. Sammenlignet for eksempel med en vanlig hydrokrakkingprosess som fører til ekvivalente samlede mellomdestillatutbytter som fremgangsmåten ifølge den foreliggende oppfinnelse, er de fordeler som den foreliggende oppfinnelse oppviser (1) lavere investeringsomkostninger, (2) lavere hydrogenforbruk og (3) minimalt tap av mellomdestillat til tross for det betydelig lavere hydrogenforbruk. There is an ever-increasing need for middle distillate (middle distillate) products that boil within the range from 149 to 371°C. Such products include, for example, aircraft turbine fuels, diesel fuels, fuel oils, solvents and similar products. In order to satisfy the need for these products, a large number of catalytic hydrocracking processes have been developed. However, catalytic hydrocracking has previously been developed mainly for the production of lower boiling products, such as gasoline, and highly active catalysts have been developed for this purpose. These catalysts usually comprise a strongly acidic base, such as hydrogen-Y-zeolite or silica-alumina cogel, on which a suitable hydrogenation metal component has been deposited. When these previous catalysts and hydrocracking processes are used to convert heavy oils boiling above 371°C to middle distillate products, the selectivity to middle distillate was far lower than desired. Under hydrocracking conditions sufficiently vigorous to provide economic conversion of the feed, a greater proportion of the feed was converted to products boiling below 204°C, thereby reducing the yield of middle distillate product. Increased yield of middle distillate product could, however, be achieved by using improved middle distillate hydrocracking catalysts, but this method of conventional hydrocracking is expensive and in a number of cases uneconomical. Compared, for example, to a conventional hydrocracking process that leads to equivalent overall middle distillate yields as the process of the present invention, the advantages that the present invention exhibits are (1) lower investment costs, (2) lower hydrogen consumption and (3) minimal loss of middle distillate despite the significantly lower hydrogen consumption.

Den samtidige teknologi, som er erkjent ovenfor, frem-setter den lære at asfaltenholdige hydrocarbonaktige påmatningsmaterialer og ikke-destillerbare hydrocarbonaktige påmatningsmaterialer som koker ved en temperatur over 565°C kan innføres i en hydrogenerings- eller hydrokrakkingreaksjonssone og at i det minste endel av avløpet fra hydrogenerings- eller hydrokrakkingsreaksjonssonen kan innføres i en ikke-katalytisk varmreaksjonssone. Denne teknologi har generelt vist fremstilling av laverekokende hydrocarboner. Imidlertid har den foreliggende teknologi ikke erkjent at store mengder av mellomdestillat av høy kvalitet kan fremstilles med minimalt hydrogenforbruk ved omvandling av et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale ved en integrert prosess. The prior art, recognized above, teaches that asphaltene-containing hydrocarbon-like feedstocks and non-distillable hydrocarbon-like feedstocks boiling at a temperature above 565°C can be introduced into a hydrogenation or hydrocracking reaction zone and that at least a portion of the effluent from the hydrogenation or hydrocracking reaction zone may be introduced into a non-catalytic hot reaction zone. This technology has generally demonstrated the production of lower boiling hydrocarbons. However, the present technology has not recognized that large quantities of high quality middle distillate can be produced with minimal hydrogen consumption by converting an aromatic-rich distillable gas oil feedstock in an integrated process.

Med øket behov for mellomdestillatprodukter fra tunge hydrocarbonaktige påmatningsmaterialer er mer økonomiske og selektive prosesser for omvandlingen av tunge hydrocarboner blitt forsøkt utviklet. Det er ifølge oppfinnelsen blitt utviklet, og dette er ganske overraskende, en integrert prosess som er sterkt selektiv for produksjon av mellomdestillat med et utgangsmateriale som består av en aromatrik destillerbar gassolje. Den integrerte prosess ifølge den foreliggende oppfinnelse betinger lavere kapitalinvester-inger, forbedret selektivitet for mellomdestillatprodukter og redusert hydrogenforbruk sammenlignet med fremgangsmåter i henhold til teknikkens stand. With the increased need for middle distillate products from heavy hydrocarbon-like feed materials, more economical and selective processes for the conversion of heavy hydrocarbons have been attempted to be developed. According to the invention, it has been developed, and this is quite surprising, an integrated process which is highly selective for the production of middle distillate with a starting material consisting of an aromatic-rich distillable gas oil. The integrated process according to the present invention requires lower capital investments, improved selectivity for intermediate distillate products and reduced hydrogen consumption compared to methods according to the state of the art.

Ved den foreliggende oppfinnelse tilveiebringes en forbedret integrert prosess under anvendelse av mild hydrokrakking og varmkrakking for fremstilling av betydelige mengder mellomdestillat med lavt hydrogenforbruk samtidig som store utbytter av normalt gassformige hydrocarboner, naftha og termisk tjære holdes på et minimum. For den foreliggende oppfinnelse angir betegnelsen mellomdestillatprodukt generelt et hydrocarbonaktig produkt som koker innen området fra 149 til 371°C. Uttrykket "mild hydrokrakking" anvendes for å beskrive hydrokrakking som utføres ved arbeidsbetingelser som i alminnelighet er mindre kraftige enn de betingelser som anvendes ved vanlig hydrokrakking. The present invention provides an improved integrated process using mild hydrocracking and hotcracking for the production of significant quantities of middle distillate with low hydrogen consumption while keeping large yields of normally gaseous hydrocarbons, naphtha and thermal tar to a minimum. For the purposes of the present invention, the term middle distillate product generally indicates a hydrocarbon-like product boiling within the range from 149 to 371°C. The term "mild hydrocracking" is used to describe hydrocracking that is carried out under working conditions that are generally less powerful than the conditions used in normal hydrocracking.

Hydrocarbonpåmatningsmaterialet som behandles ved den foreliggende fremgangsmåte, er en aromatrik, destiller- The hydrocarbon feedstock that is treated in the present process is an aromatic, distillate-

bar petroleumsfraksjon som koker innen området fra 371 til 593°C. For den foreliggende oppfinnelse skal uttrykket bare petroleum fraction boiling within the range from 371 to 593°C. For the present invention, the expression shall

"aromatrikt, destillerbart hydrocarbonpåmatningsmateriale" være i det vesentlige fritt for asfalteniske hydrocarboner. Et foretrukket hydrocarbonpåmatningsmateriale koker innen området fra 371 til 565°C og har en konsentrasjon av aromatisk hydrocarbonforbindelse som er høyere enn 20 volum%. Pet-roleumshydrocarbonfraksjoner som kan anvendes som påmatningsmaterialer, innbefatter således de tunge atmosfæriske og vakuumgassoljer som er blitt utvunnet som destillat ved destillasjon ved atmosfæretrykk og under vakuum av råoljer. Dessuten kan også tungsyklusoljer som er blitt utvunnet, fra den katalytiske krakkingprosess, og tungforkoksningsgass-oljer som fås fra lavtrykksforkoksning, også anvendes som påmatningsmaterialer. Hydrocarbonpåmatningsmaterialet kan koke i det vesentlige kontinuerlig mellom 371 og 593°C eller det kan bestå av en hvilken som helst eller en rekke pet-roleumshydrocarbonfraksjoner som destillerer over innen området fra 371 til 593°C. Egnede hydrocarbonpåmatningsmaterialer innbefatter også hydrocarboner som skriver seg fra tjæresand, oljeleireskifer og kull. Hydrocarbonaktige forbindelser som koker innen området fra 371 til 593°C er her betegnet som gassolje. Selv om gassoljer med en konsentrasjon av aromatiske hydrocarbonforbindelser på under 20 volum% kan innføres i den foreliggende fremgangsmåte, vil samtlige av de her beskrevne fordeler ikke nød-vendigvis bli fullt oppnådd. "aromatic, distillable hydrocarbon feedstock" be substantially free of asphaltenic hydrocarbons. A preferred hydrocarbon feedstock boils in the range of 371 to 565°C and has an aromatic hydrocarbon compound concentration greater than 20% by volume. Petroleum hydrocarbon fractions which can be used as feed materials thus include the heavy atmospheric and vacuum gas oils which have been recovered as distillate by distillation at atmospheric pressure and under vacuum of crude oils. In addition, heavy cycle oils which have been recovered from the catalytic cracking process and heavy coking gas oils obtained from low pressure coking can also be used as feed materials. The hydrocarbon feed may boil substantially continuously between 371 and 593°C or it may consist of any one or a variety of petroleum hydrocarbon fractions which distill above within the range of 371 to 593°C. Suitable hydrocarbon feed materials also include hydrocarbons derived from tar sands, oil shale and coal. Hydrocarbon-like compounds that boil within the range from 371 to 593°C are here designated as gas oil. Although gas oils with a concentration of aromatic hydrocarbon compounds of less than 20% by volume can be introduced in the present method, all of the advantages described here will not necessarily be fully achieved.

Innen det tekniske område som befatter seg med behandling av hydrocarboner, er et tegn på et hydrocarbons karakteristika blitt velkjent og nesten globalt akseptert, og dette betegnes som "UOP-karakteriseringsfaktoren" eller "K". Denne UOP-karakteriseringsfaktor antyder et hydro-carbonpåmatningsmateriales generelle opprinnelse og art. "K"-verdier på 12,5 eller derover antyder et hydrocarbon-materiale som hovedsakelig er av paraffinisk art. Sterkt aromatiske hydrocarboner har karakteriseringsfaktorer på In the technical field dealing with the treatment of hydrocarbons, a sign of a hydrocarbon's characteristics has become well known and almost universally accepted, and this is referred to as the "UOP characterization factor" or "K". This UOP characterization factor suggests a hydrocarbon feed material's general origin and nature. "K" values of 12.5 or greater indicate a hydrocarbon material that is predominantly paraffinic in nature. Strongly aromatic hydrocarbons have characterization factors on them

ca. 10,0 eller derunder. "UOP-karakteriserinqsfaktoren", 'k"'for et hydrocarbon er definert som kubikkroten av dets absolutte kokepunkt, i grader Rankine, dividert med dets spesifikke vekt ved 15,6°C. Ytterligere informasjon about. 10.0 or below. The "UOP characterization factor", 'k"' for a hydrocarbon is defined as the cube root of its absolute boiling point, in degrees Rankine, divided by its specific gravity at 15.6°C. Further information

<*>(°R = grad Rankine =5/9 K) <*>(°R = degree Rankine =5/9 K)

angående bruken av UOP-karakteriseringsfaktoren kan finnes i en bok med tittelen The Chemistry and Technology of Petroleum, publisert av Marcel Dekker, Inc. New York og Basel i 1980, s. 46-47. regarding the use of the UOP characterization factor can be found in a book entitled The Chemistry and Technology of Petroleum, published by Marcel Dekker, Inc. New York and Basel in 1980, pp. 46-47.

Foretrukne hydrocarbonpåmatningsmaterialer for anvendelse ved utførelse av den foreliggende fremgangsmåte har fortrinnsvis en UOP-karakteriseringsfaktor, som beskrevet ovenfor, på under 12,4, og mer foretrukket på under 12,0. Selv om påmatningsmaterialer med en høyere UOP-karakteriseringsf aktor kan anvendes som påmatningsmateriale for utførelse av den foreliggende fremgangsmåte, behøver anvendelsen av et slikt påmatningsmateriale ikke nødvendig-vis å føre til at samtlige av de her beskrevne fordeler vil bli oppnådd, innbefattende den selektive omvandling til mellomdestillatprodukt. Preferred hydrocarbon feed materials for use in carrying out the present process preferably have a UOP characterization factor, as described above, of less than 12.4, and more preferably less than 12.0. Although feed materials with a higher UOP characterization factor can be used as feed material for carrying out the present method, the use of such a feed material does not necessarily lead to all of the advantages described here being achieved, including the selective conversion to middle distillate product.

Ved utførelsen av den foreliggende fremgangsmåte tas det, selv om de ovenfor beskrevne foretrukne hydrocarbonaktige påmatningsmaterialer anvendes, sikte på at forholds-vis små mengder av andre potensielt tilgjengelige hydrocarbonaktige materialer, som for eksempel avasfaltert olje og avmetallisert olje, kan innføres i den foreliggende fremgangsmåte som et kommersielt gunstig middel. Selv om slike hydrocarbonaktige materialer ikke er foretrukne hydrocarbon påmatningsmaterialer for behandling med den foreliggende fremgangsmåte, vil fagfolk innen behandling av hydrocarboner kunne finne at innføring av små mengder sammen med det foretrukne hydrocarbonaktige påmatningsmateriale ikke vil være for skadelig og at en viss fordel kan oppnås ved dette. When carrying out the present method, even if the preferred hydrocarbon-like feed materials described above are used, it is aimed that relatively small amounts of other potentially available hydrocarbon-like materials, such as deasphalted oil and demetallized oil, can be introduced into the present method as a commercially favorable remedy. Although such hydrocarbon-like materials are not preferred hydrocarbon feed materials for treatment by the present process, those skilled in the art of treating hydrocarbons will find that introducing small amounts along with the preferred hydrocarbon-like feed material will not be too detrimental and that some benefit may be obtained thereby. .

I henhold til den foreliggende oppfinnelse blir et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale blandet med en resirkulert hydrogenrik gassformig fase, oppfyllings-hydrogen og en valgfri resirkulert hydrocarbonaktig strøm som koker innen området fra 149 til 371°C, og innføres i en katalytisk hydrokrakkingreaksjonssone. Denne reaksjonssone holdes fortrinnsvis under et påført trykk av fra 3447 til 20685 kPa manometertrykk, og mer foretrukket under et trykk av fra 4137 til 11032 kPa manometertrykk. En slik reaksjon kan på egnet måte utføres under anvendelse av en maksimal katalysatorlagtempefatur innen området fra 315 til 454°C og valgt slik at i det minste en del av det ferske påmatningsmateriale blir omvandlet til laverekokende hydrocarbonprodukter og for å omvandle minst 10 volum% av According to the present invention, an aromatic-rich, distillable gas oil feedstock is mixed with a recycled hydrogen-rich gaseous phase, make-up hydrogen and an optional recycled hydrocarbon-like stream boiling in the range of 149 to 371°C, and introduced into a catalytic hydrocracking reaction zone. This reaction zone is preferably maintained under an applied pressure of from 3447 to 20685 kPa gauge pressure, and more preferably under a pressure of from 4137 to 11032 kPa gauge pressure. Such a reaction can conveniently be carried out using a maximum catalyst bed temperature in the range of 315 to 454°C and selected so that at least a portion of the fresh feed is converted to lower boiling hydrocarbon products and to convert at least 10% by volume of

de aromatiske hydrocarbonforbindelser i påmatningsmaterialet, slik at det fås en øket konsentrasjon av paraffinhydrocarbonforbindelser i det erholdte avløp fra hydrokrakkingreaksjonssonen. Ifølge en foretrukken utførelsesform velges den mak-simale katalysatorlagtemperatur for å omvandle under 50 volum% av det ferske påmatningsmateriale til laverekokende hydrocarbonprodukter og for å forbruke mindre enn 160 standard m 3 /m 3 (Nm 3 /m 3) hydrogen, basert på ferskt påmatningsmateriale. Ytterligere arbeidsbetingelser innbefatter væskevolumhastigheter pr. time ("liquid hourly space velocities") i området fra 0,2 h til 10 h ^ og hydrogen-sirkulasjonsmengder fra 88,9 til 1778 Nm 3 /m 3, the aromatic hydrocarbon compounds in the feed material, so that an increased concentration of paraffin hydrocarbon compounds is obtained in the obtained effluent from the hydrocracking reaction zone. According to a preferred embodiment, the maximum catalyst bed temperature is selected to convert less than 50% by volume of the fresh feed to lower boiling hydrocarbon products and to consume less than 160 standard m 3 /m 3 (Nm 3 /m 3 ) of hydrogen, based on fresh feed . Additional operating conditions include fluid volume rates per hour ("liquid hourly space velocities") in the range from 0.2 h to 10 h ^ and hydrogen circulation amounts from 88.9 to 1778 Nm 3 /m 3,

3 3 3 3

fortrinnsvis fra 142 til 889 Nm /m , mens det kom- preferably from 142 to 889 Nm /m , while there

binerte påmatningsforhold, definert som samlet volum av flytende charge pr. volum fersk hydrocarboncharge, ligger innen området fra 1:1 til 3:1. binary feed ratio, defined as total volume of liquid charge per volume fresh hydrocarbon charge, lies within the range from 1:1 to 3:1.

Den katalytiske kompositt som er anordnet i hydro-krakkingreaks jonssonen, kan karakteriseres ved at den inneholder en metallisk komponent med hydrogeneringsaktivitet, idet denne komponent er kombinert med et egnet ildfast bærermateriale av uorganisk oxyd av syntetisk eller naturlig opprinnelse. Den nøyaktige sammensetning av og fremgangsmåte for fremstilling av bærermaterialet betraktes ikke som av vesentlig betydning for den foreliggende oppfinnelse. Et foretrukket bærermateriale kan for eksempel utgjøres av 100 vekt% alumina, 88 vekt% alumina og 12 vekt% silika, 63 vekt% alumina og 37 vekt% silika eller 68 vekt% alumina, 10 vekt% silika og 22 vekt% borfosfat. Egnede metalliske komponenter med hydrogeneringsaktivitet er slike som er valgt fra gruppen bestående av metallene fra gruppene VIB og VIII i det periodiske system, som angitt i "Periodic Table The catalytic composite arranged in the hydro-cracking reaction zone can be characterized by the fact that it contains a metallic component with hydrogenation activity, this component being combined with a suitable refractory carrier material of inorganic oxide of synthetic or natural origin. The exact composition of and method for producing the carrier material is not considered to be of significant importance for the present invention. A preferred carrier material can for example consist of 100% by weight alumina, 88% by weight alumina and 12% by weight silica, 63% by weight alumina and 37% by weight silica or 68% by weight alumina, 10% by weight silica and 22% by weight boron phosphate. Suitable metallic components with hydrogenating activity are those selected from the group consisting of the metals from groups VIB and VIII of the periodic table, as indicated in the "Periodic Table

of the Elements", E.H. Sargent & Company, 19 64. De katalytiske kompositter kan således omfatte én eller flere metalliske komponenter fra gruppen bestående av molybden, wolfram, krom, jern, kobolt, nikkel, platina, iridium, osmium, rhodium, of the Elements", E.H. Sargent & Company, 19 64. The catalytic composites can thus comprise one or more metallic components from the group consisting of molybdenum, tungsten, chromium, iron, cobalt, nickel, platinum, iridium, osmium, rhodium,

ruthenium og blandinger derav. Dessuten er fosfor en egnet komponent for den katalytiske kompositt som kan anordnes i hydrokrakkingreaksjonssonen. Konsentrasjonen av den katalytisk aktive metalliske komponent eller komponenter er hovedsakelig avhengig av det spesielle metall såvel som av det spesielle påmatningsmateriales fysikalske og/eller kjemiske karakteristika. For eksempel er de metalliske komponenter fra gruppe VIB i alminnelighet tilstede i en mengde innen området fra 1 til 20 vekt%, jerngruppemetallene i en mengde innen området fra 0,2 til 10 vekt% og edel-metallene fra gruppe VIII fortrinnsvis i en mengde innen området fra 0,1 til 5 vekt%, idet samtlige av disse mengder er beregnet som om disse komponenter forelå i den katalytiske kompositt i elementær tilstand. ruthenium and mixtures thereof. Furthermore, phosphorus is a suitable component for the catalytic composite which can be arranged in the hydrocracking reaction zone. The concentration of the catalytically active metallic component or components is mainly dependent on the particular metal as well as on the physical and/or chemical characteristics of the particular feed material. For example, the metallic components from group VIB are generally present in an amount in the range from 1 to 20% by weight, the iron group metals in an amount in the range from 0.2 to 10% by weight and the noble metals from group VIII preferably in an amount within the range from 0.1 to 5% by weight, all of these quantities being calculated as if these components were present in the catalytic composite in an elementary state.

Det erholdte hydrocarbonaktige avløp fra hydrokrakkingreaksjonssonen blir separert slik at det fås en paraffinrik hydrocarbonaktig strøm som koker ved en temperatur over 371°C. Dessuten gir det erholdte hydrocarbonaktige avløp fra hydrokrakkingreaksjonssonen en mellomdestillatprodukt-strøm som koker innen området fra 149 til 371°C. Den erholdte paraffinrike hydrocarbonaktige strøm som koker ved en temperatur over 371°C, blir reagert i en ikke-katalytisk varmreaksjonssone under varmkrakkingsbetingelser som innbefatter anvendelse av en temperatur innen området fra 371 til 526°C, et trykk fra 207 til 6895 kPa manometertrykk og en ekvivalent oppholdstid ved 482°C av fra 1 til 60 sekunder, mer foretrukket fra 1 til 30 sekunder. Den ikke katalytiske varmreaksjonssone blir mer foretrukket holdt på et trykk av fra 207 til 3447 kPa manometertrykk. The obtained hydrocarbon-like effluent from the hydrocracking reaction zone is separated so that a paraffin-rich hydrocarbon-like stream is obtained which boils at a temperature above 371°C. Also, the resulting hydrocarbon-like effluent from the hydrocracking reaction zone provides a middle distillate product stream boiling in the range of 149 to 371°C. The resulting paraffinic hydrocarbon-like stream boiling at a temperature above 371°C is reacted in a non-catalytic hot reaction zone under hot cracking conditions which include the use of a temperature in the range of 371 to 526°C, a pressure of 207 to 6895 kPa gauge pressure and a equivalent residence time at 482°C of from 1 to 60 seconds, more preferably from 1 to 30 seconds. The non-catalytic hot reaction zone is more preferably maintained at a pressure of from 207 to 3447 kPa gauge pressure.

Selv om oppholdstiden i den ikke-katalytiske varmkrakker er spesifisert som en ekvivalent oppholdstid ved 4 82°C, kan den virkelige arbeidstemperatur for varmkrakkeren velges fra en temperatur innen området 371 - 526°C. Omvandlingen av påmatningsmaterialet til varmkrakkeren for-løper via et tids-temperaturforhold. For et gitt påmatningsmateriale og et spesielt ønsket omvandlingsnivå er det således nødvendig med en viss oppholdstid ved en for-høyet temperatur. Som en standard referanse kan det angis at oppholdstiden, slik den her er beskrevet, er vist til som ekvivalent oppholdstid ved 4 82°C. For en temperatur i en varmkrakker som er en annen enn 4 82°C, kan den tilsvarende oppholdstid bestemmes under anvendelse av den ekviv.'alente tid ved 482°C og Arrhenius-ligningen. Although the residence time in the non-catalytic hot cracker is specified as an equivalent residence time at 482°C, the actual operating temperature of the hot cracker can be selected from a temperature within the range of 371 - 526°C. The conversion of the feed material to the hot cracker proceeds via a time-temperature relationship. For a given feed material and a particularly desired level of conversion, a certain residence time at an elevated temperature is thus necessary. As a standard reference, it can be stated that the residence time, as described here, is shown as an equivalent residence time at 482°C. For a temperature in a hot cracker other than 482°C, the corresponding residence time can be determined using the equivalent time at 482°C and the Arrhenius equation.

Arrhenius-ligningen er The Arrhenius equation is

hvori K er reaksjonshastighetskonstanten where K is the reaction rate constant

E er aktiveringsenergien E is the activation energy

A er frekvensfaktoren og A is the frequency factor and

T er temperaturen T is the temperature

Reaksjonshastigheten (-r) er proporsjonal med reaksjonshastighetskonstanten (k) og -tiden (t), og dette forhold kan representeres ved The reaction rate (-r) is proportional to the reaction rate constant (k) and the reaction time (t), and this relationship can be represented by

-r=kt. -r=kt.

I henhold til den foreliggende oppfinnelse blir den ikke katalytiske varmkrakker fortrinnsvis drevet under for-holdsvis mindre kraftige betingelser for å gi et maksimalt utbytte av hydrocarbonaktige produkter innen mellomdestillat-kokeområdet. Varmkrakkeren blir derfor fortrinnsvis drevet med en ekvivalent oppholdstid ved 482°C av fra 1 til 60 sekunder, og mer foretrukket fra 1 til 30 sekunder. Det erholdte avløp fra den ikke-katalytiske varmreaksjonssone blir fortrinnsvis separert slik at det fås en hydrocarbon-strøm som koker ved under 149°C og som omfatter normalt gassformige hydrocarboner og naftha, en mellomdestillat-hydrocarbonstrøm som koker innen området fra 149 til 371°C og som eventuelt kan resirkuleres til hydrokrakkingreaksjonssonen i blanding med den ferske påmatning og en hydrogenrik gass, og en tung hydrocarbonaktig produktstrøm som koker innen området over området for mellomdestillatet, According to the present invention, the non-catalytic hot cracker is preferably operated under relatively less vigorous conditions to give a maximum yield of hydrocarbon-like products within the middle distillate boiling range. The hot cracker is therefore preferably operated with an equivalent residence time at 482°C of from 1 to 60 seconds, and more preferably from 1 to 30 seconds. The effluent obtained from the non-catalytic hot reaction zone is preferably separated so that a hydrocarbon stream is obtained which boils at below 149°C and which comprises normally gaseous hydrocarbons and naphtha, a middle distillate hydrocarbon stream which boils in the range from 149 to 371°C and which can optionally be recycled to the hydrocracking reaction zone in admixture with the fresh feed and a hydrogen-rich gas, and a heavy hydrocarbon-like product stream boiling within the region above the region of the middle distillate,

dvs. over 371°C. Separering av avløpene fra varmreaksjons-sonen og hydrokrakkingsonen kan utføres ved anvendelse av et hvilket som helst egnet og bekvemt middel som er kjent for fagfolk. En slik separering blir fortrinnsvis utført i én eller flere fraksjoneringsdestillasjonskolonner, flash- i.e. above 371°C. Separation of the effluents from the hot reaction zone and the hydrocracking zone can be accomplished using any suitable and convenient means known to those skilled in the art. Such a separation is preferably carried out in one or more fractional distillation columns, flash

separatorer eller kombinasjoner av disse. separators or combinations thereof.

Ifølge en annen utførelsesform av den foreliggende oppfinnelse blir den erholdte tunge hydrocarbonaktive strøm som koker innen området over området for mellomdestillatet fra den ikke-katalytiske varmreaksjonssone, innført i en fluidkatalytisk (pulverkata-lytisk) krakkingsone under fluidkatalytiske krakkingbetingelser. Fluidiserte katalytiske krakking-prosesser er utstrakt anvendt i teknisk målestokk i pet-roleumsraffinerier. De blir anvendt for å redusere den gjennomsnittlige molekylvekt til forskjellige hydrocarbonpå-matningsstrømmer slik at det fås mer verdifulle produkter. Arbeidsbetingelser som kan anvendes innen krakkingsonen According to another embodiment of the present invention, the obtained heavy hydrocarbon active stream boiling within the region above the region of the middle distillate from the non-catalytic hot reaction zone is introduced into a fluid catalytic (powder catalytic) cracking zone under fluid catalytic cracking conditions. Fluidized catalytic cracking processes are widely used on a technical scale in petroleum refineries. They are used to reduce the average molecular weight of various hydrocarbon feed streams so that more valuable products are obtained. Working conditions that can be used within the cracking zone

med fluidisert katalysator, innbefatter en reaktortemperatur av fra 482 til 734°C, et trykk fra 0 til 1379 kPa manometertrykk og et forhold katalysator:olje, basert på vekten av katalysatoren og påmatet hydrocarbon, av opp til 50:1. Den katalysatortype som kan anvendes i krakkingsonen med fluidisert katalysator er valgt fra en rekke handels-tilgjengelige katalysatorer. En katalysator som omfatter et zeolittisk grunnmateriale er foretrukken, men de amorfe katalysatorer av den eldre type kan om ønsket anvendes. Det foretrekkes at elementært hydrogen ikke tilsettes til den fluidkatalytiske krakkingsone for omsetning med den hydrocarbonaktige charge innført i denne. Avløpet fra den fluidkatalytiske krakkingsone blir fortrinnsvis separert slik at det fås en bensinstrøm som koker ved under 204°C og som omfatter C^-C^g-hydrocarboner, en mellomdestillatstrøm som vanligvis betegnes som en "lett syklusolje (LCO)-strøm" som koker innen området 204-343°C, og en klaret oljestrøm som koker over området for den lette syklusolje. Separering av avløpet fra.den fluidkatalytiske krakkingssone kan foretas ved anvendelse av en hvilken som helst og bekvem anordning som er kjent for fagfolk innen dette tekniske område, og den blir fortrinnsvis utført i én eller flere fraksjoneringsdestillasjonskolonner. with fluidized catalyst, includes a reactor temperature of from 482 to 734°C, a pressure of from 0 to 1379 kPa gauge pressure and a catalyst:oil ratio, based on the weight of catalyst and hydrocarbon feed, of up to 50:1. The catalyst type that can be used in the cracking zone with fluidized catalyst is selected from a number of commercially available catalysts. A catalyst comprising a zeolitic base material is preferred, but the amorphous catalysts of the older type can be used if desired. It is preferred that elemental hydrogen is not added to the fluid catalytic cracking zone for reaction with the hydrocarbon-like charge introduced therein. The effluent from the fluid catalytic cracking zone is preferably separated to provide a gasoline stream boiling below 204°C and comprising C₁-C₂g hydrocarbons, a middle distillate stream commonly referred to as a "light cycle oil (LCO) stream" which boiling within the range of 204-343°C, and a clarified oil stream boiling above the range of the light cycle oil. Separation of the effluent from the fluid catalytic cracking zone can be accomplished using any convenient device known to those skilled in the art, and is preferably accomplished in one or more fractional distillation columns.

På Figur 1 er en utførelsesform av den foreliggende fremgangsmåte vist i form av et forenklet flytskjema hvor slike detaljer som pumper, instrumenter, varmevekslings-og varmeutvinningskretser, kompressorer og lignende utstyr er blitt sløyfet da dette ikke er av vesentlig betydning for en forståelse av de metoder som her kommer inn. Anvendelsen av slikt forskjelligartet utstyr vil lett forstås av fagfolk innenfor petroleumsraffineringsområdet. Ifølge Figur 1 blir et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale innført i prosessen via en ledning 1 og blir i denne blandet med en gassformig hydrogenrik re-sirkuleringsstrøm som tilføres via en ledning 5, og en hydrocarbonaktig resirkuleringsstrøm som tilføres via en ledning 15 og som vil bli senere beskrevet. Efter egnet varmeveksling ledes blandingen gjennom en ledning 1 inn i en hydrokrakkingsone 2 som inneholder et fast lag av en katalytisk kompositt av den ovenfor beskrevne type. In Figure 1, an embodiment of the present method is shown in the form of a simplified flow chart where such details as pumps, instruments, heat exchange and heat extraction circuits, compressors and similar equipment have been omitted as this is not of significant importance for an understanding of the methods which here comes in. The use of such diverse equipment will be easily understood by professionals within the petroleum refining field. According to Figure 1, an aromatic-rich, distillable gas oil feed material is introduced into the process via a line 1 and is mixed in this with a gaseous hydrogen-rich recirculation stream which is supplied via a line 5, and a hydrocarbon-like recirculation stream which is supplied via a line 15 and which will be later described. After suitable heat exchange, the mixture is led through a line 1 into a hydrocracking zone 2 which contains a solid layer of a catalytic composite of the type described above.

Hovedfunksjonen til hydrokrakkingsonen 2 er å produsere maksimalt med mellomdestillat og å holde produksjonen av hydrocarboner som koker i området under 149°C på et minimum, og dessuten å omvandle aromatiske hydrocarbonforbindelser i påmatningsmaterialet slik at det fås en øket konsentrasjon av paraffinhydrocarbonforbindelser. Kataly-satorens topptemperatur reguleres slik at det ønskede ut-byttemønster og den ønskede omvandling av aromatiske hydrocarbonforbindelser blir oppnådd. Avløpet fra hydrokrakkingsonen 2 blir avkjølt og via en ledning 3 ledet inn i en separator 4. En hydrogenrik gassformig strøm blir via ledningen 5 fjernet fra separatoren 4 og via ledningene 5 og 1 resirkulert til hydrokrakkingsonen 2. Da hydrogen forbrukes ved hydrokrakkingprosessen, er det nødvendig å supplere det forbrukte hydrogen med efterfyllingshydrogen fra et egnet eksternt forråd, dvs. en katalytisk reformingenhet eller et hydrogenanlegg. Efterfyllin gshydrogen kan innføres i systemet på et hvilket som helst egnet punkt. The main function of the hydrocracking zone 2 is to produce a maximum of middle distillate and to keep the production of hydrocarbons boiling in the range below 149°C to a minimum, and also to convert aromatic hydrocarbon compounds in the feed material so that an increased concentration of paraffin hydrocarbon compounds is obtained. The catalyst's top temperature is regulated so that the desired yield pattern and the desired conversion of aromatic hydrocarbon compounds are achieved. The effluent from the hydrocracking zone 2 is cooled and via a line 3 led into a separator 4. A hydrogen-rich gaseous stream is removed from the separator 4 via line 5 and recycled to the hydrocracking zone 2 via lines 5 and 1. As hydrogen is consumed by the hydrocracking process, it is necessary to supplement the consumed hydrogen with make-up hydrogen from a suitable external supply, i.e. a catalytic reforming unit or a hydrogen plant. Make-up hydrogen can be introduced into the system at any suitable point.

De normalt flytende hydrocarboner blir fra separatoren 4 The normally liquid hydrocarbons are from the separator 4

fjernet via en ledning 6 og innført i en fraksjoneringssone 7. Et hydrocarbonaktig mellomdestillatprodukt blir fjernet fra fraksjoneringssonen 7 via en ledning 16, og en paraffinrik hydrocarbonaktig strøm som koker innen et område-: over kokeområdet for mellomdestillatet, blir via en ledning 9 removed via a line 6 and introduced into a fractionation zone 7. A hydrocarbon-like middle distillate product is removed from the fractionation zone 7 via a line 16, and a paraffin-rich hydrocarbon-like stream boiling within a range above the boiling range of the middle distillate is via a line 9

fjernet fra fraksjoneringssonen 7. En lett hydrocarbonaktig produktstrøm som koker ved en temperatur under 177°C blir fjernet fra fraksjoneringssonen 7 via en ledning 8. Den paraffinrike, hydrocarbonaktige strøm som koker innen et område som ligger over området for mellomdestillatet, blir via ledningen 9 innført i en varmkrakkersone 10 hvori den hydrocarbonaktige strøm blir utsatt for varmkrakkingsbetingelser som innbefatter en temperatur innen området fra 371 til 526°C og en ekvivalent oppholdstid ved 482°C fra 1 til 60 sekunder. Produktavløpet fra varmkrakkingen blir fjernet fra varmkrakkersonen 10 via en ledning 11 og innført i en fraksjoneringssone 12. En hydrocarbonaktig strøm som koker innen området fra 177 til 371°C blir fjernet fra fraksjoneringssonen 12 via en ledning 15, og i det minste endel blir innført i hydrokrakkingsonen 2 via ledningene 15 og 1 som den ovennevnte hydrocarbonaktige resirkuleringsstrøm. En hydrocarbonaktig produkstrøm som koker innen området fra 177 til 371°C kan også produseres i fraksjoneringssonen 12 og blir utvunnet via ledninger 15 og 15A. En slik produkt-strøm vil nødvendigvis være av olefinisk art og kan trenge ytterligere behandling. En lett hydrocarbonstrøm som koker innen området under området for mellomdestillatet, blir fjernet fra fraksjoneringssonen via en ledning 13 og blir utvunnet. En tung hydrocarbonstrøm som koker innen området over området for mellomdestillatet, blir fjernet fra fraksjoneringssonen 12 via en ledning 14 og utvunnet. removed from the fractionation zone 7. A light hydrocarbon-like product stream that boils at a temperature below 177°C is removed from the fractionation zone 7 via line 8. The paraffin-rich, hydrocarbon-like stream that boils in an area above the middle distillate area is introduced via line 9 in a hot cracking zone 10 in which the hydrocarbon-like stream is subjected to hot cracking conditions which include a temperature within the range from 371 to 526°C and an equivalent residence time at 482°C from 1 to 60 seconds. The product effluent from the hot cracking is removed from the hot cracking zone 10 via a line 11 and introduced into a fractionation zone 12. A hydrocarbon-like stream boiling within the range of 177 to 371°C is removed from the fractionation zone 12 via a line 15, and at least part of it is introduced into the hydrocracking zone 2 via lines 15 and 1 as the above-mentioned hydrocarbon-like recycle stream. A hydrocarbon-like product stream boiling within the range from 177 to 371°C can also be produced in the fractionation zone 12 and is recovered via lines 15 and 15A. Such a product stream will necessarily be of an olefinic nature and may need further treatment. A light hydrocarbon stream boiling within the area below the middle distillate area is removed from the fractionation zone via line 13 and is recovered. A heavy hydrocarbon stream boiling within the region above the middle distillate region is removed from the fractionation zone 12 via a line 14 and recovered.

På Figur 2 er en annen utførelsesform av den foreliggende fremgangsmåte vist i form av et forenklet flyt- In Figure 2, another embodiment of the present method is shown in the form of a simplified flow

skjema hvor slike detaljer som pumper, instrumenter, varme-vekslings- og varmegjenvinningskretser, kompressorer og lignende utstyr er blitt sløyfet da de ikke er av vesentlig betydning for å forstå de metoder som her kommer inn. Under henvisning til Figur 2 blir et aromatrikt, destillerbart gassoljepåmatningsmateriale innført i prosessen via ledningen 1 og blandes i denne med en gassformig, hydrogenrik resirkuleringsstrøm som tilføres via ledningen 5, og en nedenfor beskrevet hydrocarbonaktig resirkuler-ingsstrøm som innføres via ledningen 15. Efter egnet varme- form where such details as pumps, instruments, heat-exchange and heat-recovery circuits, compressors and similar equipment have been omitted as they are not of significant importance for understanding the methods included here. With reference to Figure 2, an aromatic-rich, distillable gas oil feed material is introduced into the process via line 1 and is mixed in this with a gaseous, hydrogen-rich recycling stream which is supplied via line 5, and a below-described hydrocarbon-like recycling stream which is introduced via line 15. After suitable heat -

veksling blir blandingen ledet gjennom ledningen 1 inn i hydrokrakkingsonen 2 som inneholder et fast lag av en katalytisk kompositt av den ovenfor beskrevne type. alternately, the mixture is led through line 1 into the hydrocracking zone 2 which contains a solid layer of a catalytic composite of the type described above.

Hovedfunksjonen til hydrokrakkingsonen 2 er å gi maksimal produksjon av mellomdestillat mens produksjonen av hydrocarboner som koker innen området under 149°C skal holdes på et minimum, og å omvandle aromatiske hydrocarbonforbindelser i påmatningsmaterialet slik at det fås en øket konsentrasjon av paraffinhydrocarbonforbindelser. Topp-temperaturen for katalysatoren blir regulert for å få det ønskede utbyttemønster og den ønskede omvandling av aromatiske -taydrocarbonforbindelser. Avløpet fra hydrokrakkingsonen 2 blir avkjølt og via ledningen 3 ledet inn i separatoren 4. En hydrogenrik gassformig strøm blir fjernet fra separatoren The main function of the hydrocracking zone 2 is to provide maximum production of middle distillate while the production of hydrocarbons boiling within the range below 149°C must be kept to a minimum, and to convert aromatic hydrocarbon compounds in the feed material so that an increased concentration of paraffin hydrocarbon compounds is obtained. The peak temperature of the catalyst is regulated to obtain the desired yield pattern and the desired conversion of aromatic hydrocarbon compounds. The effluent from the hydrocracking zone 2 is cooled and led via the line 3 into the separator 4. A hydrogen-rich gaseous stream is removed from the separator

4 via ledningen 5 og resirkulert til hydrokrakkingsonen 2 via ledningene 5 og 1. Da hydrogen blir forbrukt véd hydrokrakkingprosessen, er det nødvendig å supplere det forbrukte hydrogen med efterfyllingshydrogen fra et egnet eksternt forråd, dvs. en katalytisk reformingenhet eller et hydrogenanlegg. Efterfyllingshydrogen kan innføres i systemet på 4 via line 5 and recycled to the hydrocracking zone 2 via lines 5 and 1. As hydrogen is consumed during the hydrocracking process, it is necessary to supplement the consumed hydrogen with make-up hydrogen from a suitable external supply, i.e. a catalytic reforming unit or a hydrogen plant. Make-up hydrogen can be introduced into the system on

et hvilket som helst egnet punkt. De normalt flytende hydrocarboner blir fjernet fra separatoren 4 via ledningen 6 og innført i fraksjoneringssonen 7. Et hydrocarbonaktig mellomdestillatprodukt blir fjernet fra fraksjoneringssonen 7 via ledningen 16, og en paraffinrik hydrocarbonaktig strøm som koker innen et området over kokeområdet for mellomdestillatet, blir fjernet fra fraksjoneringssonen 7 via ledningen 9. En strøm av lett hydrocarbonaktig produkt som koker ved en temperatur under 177°C, blir fjernet fra fraksjoneringssonen via ledningen 8. Den paraffinrike hydrocarbonaktige strøm som koker innen et område over området for mellomdestillatet, blir via ledningen 9 innført i varmkrakkersonen 10 hvori den hydrocarbonaktige strøm blir utsatt for varmkrakkingsbetingelser som innbefatter en temperatur innen området fra 371 til 526°C og en ekvivalent oppholdstid ved 482°C av fra 1 til 60 sekunder. Produktavløpet fra varmkrakkingen blir fjernet fra varmkrakkersonen 10 via ledninger.'. any suitable point. The normally liquid hydrocarbons are removed from the separator 4 via line 6 and introduced into the fractionation zone 7. A hydrocarbon-like middle distillate product is removed from the fractionation zone 7 via line 16, and a paraffin-rich hydrocarbon-like stream boiling within a range above the boiling range of the middle distillate is removed from the fractionation zone 7 via line 9. A stream of light hydrocarbon-like product which boils at a temperature below 177°C is removed from the fractionation zone via line 8. The paraffin-rich hydrocarbon-like stream which boils in an area above the middle distillate range is introduced via line 9 into the hot cracker zone 10 wherein the hydrocarbonaceous stream is subjected to hot cracking conditions comprising a temperature in the range of 371 to 526°C and an equivalent residence time at 482°C of from 1 to 60 seconds. The product effluent from the hot cracking is removed from the hot cracking zone 10 via lines.'.

11 og innført i fraksjoneringssonen 12. En hydrocarbonaktig strøm som koker innen området fra. 177 til 371°C blir fjernet fra fraksjoneringssonen 12 via ledningen 15, og i det minste endel blir innført i hydrokrakkingsonen 2 via ledningene 15 og 1 som den ovennevnte hydrocarbonaktige resirkulerings-strøm. En hydrocarbonaktig produktstrøm som koker innen området fra 177 til 371°C kan også produseres i en fraksjoneringssone 12 og blir utvunnet via ledninger 15 og 15A. 11 and introduced into the fractionation zone 12. A hydrocarbon-like stream that boils within the area from. 177 to 371°C is removed from the fractionation zone 12 via line 15, and at least a portion is introduced into the hydrocracking zone 2 via lines 15 and 1 as the above-mentioned hydrocarbon-like recycle stream. A hydrocarbon-like product stream boiling in the range of 177 to 371°C can also be produced in a fractionation zone 12 and is recovered via lines 15 and 15A.

En slik produktstrøm vil nødvendigvis være av olefinisk art og kan kreve ytterligere behandling. En strøm av lette hydrocarboner som koker innen området under området for mellomdestillatet, blir fjernet fra fraksjoneringssonen 1 Such a product stream will necessarily be of an olefinic nature and may require further treatment. A stream of light hydrocarbons boiling in the region below the middle distillate region is removed from the fractionation zone 1

via ledningen 13 og utvunnet. En strøm av tunge hydrocarboner som koker innen området som ligger over området for mellomdestillatet, blir fjernet fra fraksjoneringssonen 12 via ledninger 14 og innført i den fluidkataiytiské krakkingssone 17. De- hydrocarbonaktige produkter som produseres i denne, blir fjernet fra den fluidkatalytiske krakkingsone 17 via ledningen 18 og innført i fraksjoneringssonen 19 som gir en strøm av lette hydrocarboner, innbefattende naftha, som koker innen området under området for mellomdestillatet, via ledningen 20, en lett syklusolje (LCO)-strøm som koker innen området fra 204°C til 343°C, via ledningen 21 og en klaret oljestrøm som koker over området for den lette syklusolje, via ledningen 22. via line 13 and extracted. A stream of heavy hydrocarbons boiling in the area above the middle distillate area is removed from the fractionation zone 12 via lines 14 and introduced into the fluid catalytic cracking zone 17. The hydrocarbon-like products produced therein are removed from the fluid catalytic cracking zone 17 via the line 18 and introduced into the fractionation zone 19 which provides a stream of light hydrocarbons, including naphtha, boiling within the range below the range of the middle distillate, via line 20, a light cycle oil (LCO) stream boiling within the range of 204°C to 343°C , via line 21 and a clarified oil flow that boils over the area of the light cycle oil, via line 22.

Eksempel 1 Example 1

Et aromatrikt,. destillerbart påmatningsmateriale med de karakteristika som er gjengitt Tabell I, ble med en hastighet på 100 g/h innført i en hydrokrakkingreaksjonssone som var chargert med en katalysator som omfattet silika, alumina, nikkel og molybden. An aromatic,. distillable feed material with the characteristics shown in Table I was introduced at a rate of 100 g/h into a hydrocracking reaction zone which was charged with a catalyst comprising silica, alumina, nickel and molybdenum.

Reaksjonen ble utført med en katalysatortemperatur på 3 99°C, et trykk av 4688 kPa manometertrykk, en væskevolumhastighet pr. time av 0,67 basert på ferskt påmatningsmateriale, og en hydrogensirkulasjonsmengde av 445 Nm3/m3. Avløpet fra hydrokrakkingsonen ble avkjølt til ca. 38°C og overført til en damp-væskeseparator hvori en gassformig hydrogenrik strøm ble separert fra de normalt flytende hydrocarboner. Den erholdte gassformige hydrogenrike strøm ble derefter resirkulert til hydrokrakkingsonen sammen med fersk tilførsel av hydrogen i en tilstrekkelig mengde til å opprettholde hydrokrakkingsonetrykket. De normalt flytende hydrocarboner ble fjernet fra separatoren og innført i en fraksjoneringssone. I fraksjoneringssonen ble en strøm av lett hydrocarbonprodukt produsert som kokte ved en temperatur under 177°C, i en mengde av 3,9 g/h, en mellomdestillat-produkstrøm i en mengde av 19,8 g/h og med de egenskaper som er angitt i Tabell II, og en strøm av tunge paraffinrike hydrocarboner som kokte ved en temperatur over 371°C, med en UOP-karakteriseringsfaktor av 11,97 og inneholdende 45 The reaction was carried out with a catalyst temperature of 399°C, a pressure of 4688 kPa gauge pressure, a liquid volume rate per hour of 0.67 based on fresh feed material, and a hydrogen circulation amount of 445 Nm3/m3. The effluent from the hydrocracking zone was cooled to approx. 38°C and transferred to a vapor-liquid separator in which a gaseous hydrogen-rich stream was separated from the normally liquid hydrocarbons. The obtained gaseous hydrogen-rich stream was then recycled to the hydrocracking zone along with a fresh supply of hydrogen in an amount sufficient to maintain the hydrocracking zone pressure. The normally liquid hydrocarbons were removed from the separator and introduced into a fractionation zone. In the fractionation zone, a light hydrocarbon product stream was produced which boiled at a temperature below 177°C, in an amount of 3.9 g/h, a middle distillate product stream in an amount of 19.8 g/h and with the properties of indicated in Table II, and a stream of heavy paraffinic hydrocarbons boiling at a temperature above 371°C, with a UOP characterization factor of 11.97 and containing 45

volum% aromatiske hydrocarboner, i en mengde av 77,1 g/h. vol% aromatic hydrocarbons, in an amount of 77.1 g/h.

Ca. 19,6 volum% av de aromatiske hydrocarbonforbindelser som var inneholdt i påmatningsmaterialet, ble omvandlet slik at konsentrasjonen av paraffinhydrocarbonforbindelser økte. About. 19.6% by volume of the aromatic hydrocarbon compounds contained in the feed material was converted so that the concentration of paraffin hydrocarbon compounds increased.

Den erholdte paraffinrike strøm av tunge hydrocarboner ble derefter fylt i en varmkrakkersone som ble holdet ved et trykk av 2068 kPa manometertrykk og en temperatur av 496°C. The resulting paraffin-rich stream of heavy hydrocarbons was then fed into a hot cracker zone which was maintained at a pressure of 2068 kPa gauge pressure and a temperature of 496°C.

Avløpet fra varmkrakkersonen ble innført i en annen fraksjoneringssone hvori en strøm av et lett hydrocarbonprodukt ble produsert som kokte ved en temperatur under 177°C, i en mengde av 4,3 g/h, en mellomdestillathydrocarbon-strøm som kokte innen området fra 177 til 371°C, i en mengde av 24,1 g/h og et gassoljeprodukt i en mengde av 48,7 g/h og med de egenskaper som er angitt i Tabell III. Produkt-egenskapene for mellomdestillathydrocarbonstrømmen som ble utvunnet fra avløpet fra varmkrakkingssonen, er gjengitt i Tabell IV og var tilnærmet de samme som for mellomdestillatet som ble utvunnet fra hydrokrakkingsonen og er gjengitt i Tabell II, bortsett fra at mellomdestillatet fra varmkrakkeren var olefinisk, som angitt ved bromtallet, som et resultat av varmkrakkingsbehandling. I enkelte tilfeller kan denne olefiniske egnskap være noe uønsket for visse anvendelser, og det kan derfor være ønskelig å hydrogenere det erholdte mellomdestillat fra varmkrakkeren for å redusere olefinitetsnivået. The effluent from the hot cracker zone was fed into another fractionation zone in which a stream of a light hydrocarbon product was produced boiling at a temperature below 177°C, at a rate of 4.3 g/h, a middle distillate hydrocarbon stream boiling in the range of 177 to 371°C, in an amount of 24.1 g/h and a gas oil product in an amount of 48.7 g/h and with the properties indicated in Table III. The product properties of the middle distillate hydrocarbon stream recovered from the hot-cracking zone effluent are shown in Table IV and were approximately the same as those of the middle distillate recovered from the hydrocracking zone and shown in Table II, except that the hot-cracker middle distillate was olefinic, as indicated by the bromine number, as a result of hot cracking treatment. In some cases, this olefinic property may be somewhat undesirable for certain applications, and it may therefore be desirable to hydrogenate the obtained intermediate distillate from the hot cracker to reduce the olefinicity level.

Det kan oppsummeres med at ved én utførelsesform av den foreliggende fremgangsmåte ble de følgende produkter produsert, basert på vekten av det ferske påmatnings-destillat: lette hydrocarboner som kokte under 177°C, It can be summarized that in one embodiment of the present process the following products were produced, based on the weight of the fresh feed distillate: light hydrocarbons boiling below 177°C,

8,2 vekt%; mellomdestillatprodukt (fra hydrokrakker og varmkrakker) med et kokeområde fra 177 til 371°C, 43,9 vekt%; gassoljeprodukt, 48,7 vekt%. Dessuten bør det bemerkes ved en sammenligning mellom Tabell l og Tabell III at gassoljeproduktet fra varmkrakkeren oppviste overlegne fysikalske egenskaper i motsetning til det opprinnelige påmatningsmateriale. I henhold til formålet med den foreliggende oppfinnelse ble en fremragende mengde av mellomdestillat, 8.2% by weight; middle distillate product (from hydrocrackers and hotcrackers) with a boiling range of 177 to 371°C, 43.9% by weight; gas oil product, 48.7% by weight. Moreover, it should be noted by comparing Table 1 and Table III that the gas oil product from the hot cracker exhibited superior physical properties in contrast to the original feed material. According to the object of the present invention, an outstanding amount of middle distillate,

43,9 vekt% basert på ferskt påmatningsmateriale, overraskende og uventet produsert samtidig som det i varmkrakkeren ble produsert en tungdestillatgassolje som var et premium poten-sielt påmatningsmateriale sammenlignet med det opprinnelige påmatningsmateriale. 43.9% by weight based on fresh feed material, surprisingly and unexpectedly produced at the same time as a heavy distillate gas oil was produced in the hot cracker which was a premium potential feed material compared to the original feed material.

Eksempel 2 Example 2

I dette eksempel utvinnes alt mellomdestillat fra av-løpet fra hydrokrakkingsonen. Et aromatrikt,destillerbart påmatningsmateriale med de egenskaper som er gjengitt i Tabell I ovenfor, ble i en mengde av 100 g/h innført i en hydrokrakkingreaksjonssone som inneholdt katalysatoren ifølge eksempel 1 som omfattet silika, alumina, nikkel og molybden. Reaksjonen ble utført med en katalysatortopp-temperatur på 399°C, et trykk av 4688 kPa manometertrykk, In this example, all middle distillate is recovered from the effluent from the hydrocracking zone. An aromatic-rich, distillable feed material with the properties given in Table I above was introduced in an amount of 100 g/h into a hydrocracking reaction zone containing the catalyst according to example 1 which comprised silica, alumina, nickel and molybdenum. The reaction was carried out with a catalyst peak temperature of 399°C, a pressure of 4688 kPa gauge pressure,

en væskevolumhastighet pr. time av 0,67, basert på ferskt påmatningsmateriale, og en^hydrogensirkulasjonsmengde på a fluid volume rate per hour of 0.67, based on fresh feed material, and a^hydrogen circulation quantity of

444 Nm 3 /m 3. Dessuten ble en resirkuleringsstrøm som er mer detaljert beskrevet nedenfor, innført i hydrokrakkingsonen i en mengde av 24,1 g/h. Avløpet fra hydrokrakkingsonen ble avkjølt til ca. 38°C og overført til en damp-væskeseparerator hvori en gassformig hydrogenrik strøm ble skilt fra de normalt flytende hydrocarboner. Den erholdte gassformige hydrogenrike strøm ble derefter resirkulert til hydrokrakkingsonen sammen med en fersk tilførsel av hydrogen i en tilstrekkelig mengde til å opprettholde trykket i hydrokrakkingsonen. De normalt flytende hydrocarboner ble fjernet fra separatoren og innført i en fraksjoneringssone. I fraksjoner-ings sonen ble en strøm av lett hydrocarbonprodukt som kokte ved en temperatur under 177°C produsert i en mengde av 3,9 g/h, en mellomdestillatproduktstrøm ble produsert i en mengde av 43,9 g/h og hadde de egenskaper som er gjengitt i Tabell V, og en strøm av paraffinrike tunge hydrocarboner som kokte ved en temperatur over 371°C, hadde en UOP-karakteriseringsfaktor av 11,97 og inneholdt 45 volum% aromatiske hydrocarboner, ble produsert i en mengde av 77,1 g/h. Ca. 19,6 volum% av de aromatiske hydrocarbonforbindelser som.forelå 444 Nm 3 /m 3 . In addition, a recycle stream described in more detail below was introduced into the hydrocracking zone at a rate of 24.1 g/h. The effluent from the hydrocracking zone was cooled to approx. 38°C and transferred to a vapor-liquid separator in which a gaseous hydrogen-rich stream was separated from the normally liquid hydrocarbons. The resulting gaseous hydrogen-rich stream was then recycled to the hydrocracking zone along with a fresh supply of hydrogen in a sufficient amount to maintain pressure in the hydrocracking zone. The normally liquid hydrocarbons were removed from the separator and introduced into a fractionation zone. In the fractionation zone, a stream of light hydrocarbon product boiling at a temperature below 177°C was produced in an amount of 3.9 g/h, a middle distillate product stream was produced in an amount of 43.9 g/h and had the characteristics which is reproduced in Table V, and a stream of paraffin-rich heavy hydrocarbons boiling at a temperature above 371°C, having a UOP characterization factor of 11.97 and containing 45% by volume aromatic hydrocarbons, was produced in an amount of 77.1 g/h About. 19.6% by volume of the aromatic hydrocarbon compounds that were present

i påmatningsmaterialet ble omvandlet slik at konsentrasjonen av paraffinhydrocarbonforbindelser ble øket. in the feed material was converted so that the concentration of paraffin hydrocarbon compounds was increased.

For sammenlignings skyld ble det blandede materiale For the sake of comparison, it was mixed material

av hydrokrakker- og varmkrakkermellomdestillatproduktet ifølge eksempel 1 analysert og viste seg å ha de egenskaper som er gjengitt i Tabell V. of the hydrocracker and hotcracker intermediate distillate product according to example 1 analyzed and proved to have the properties that are reproduced in Table V.

Den erholdte paraffinrike strøm av tunge hydrocarboner ble derefter innført i en varmkrakkersone som ble holdt ved et trykk av 20 68 kPa manometertrykk og en temperatur av ca. 495°C. The obtained paraffin-rich stream of heavy hydrocarbons was then introduced into a hot cracker zone which was maintained at a pressure of 20 68 kPa gauge pressure and a temperature of approx. 495°C.

Avløpet fra varmkrakkersonen ble innført i en annen fraksjoneringssone hvori en strøm av et lett hydrocarbonprodukt som kokte ved en temperatur under 177°C ble produsert i en mengde av 4,3 g/h, en strøm av metallomdestillat-hydrocarboner som kokte innen området 177-371°C og som ble resirkulert til hydrokrakkingsonen, ble produsert i en mengde av 24,1 g/h, og et gassoljeprodukt med de egenskaper som er gjengitt i den ovenstående Tabell III ble produsert i en mengde av 48,7 g/h. The effluent from the hot cracker zone was fed into another fractionation zone where a stream of a light hydrocarbon product boiling at a temperature below 177°C was produced at a rate of 4.3 g/h, a stream of metal distillate hydrocarbons boiling in the range of 177- 371°C and which was recycled to the hydrocracking zone, was produced in an amount of 24.1 g/h, and a gas oil product with the properties set forth in the above Table III was produced in an amount of 48.7 g/h.

Som en oppsummering kan det angis at ifølge en ut-førelsesform av den foreliggende oppfinnelse ble de følgende produkter produsert, basert på vekten av ferskt påmatnings-destillat: 8,2 vekt% av lette hydrocarboner som koker under ca. 177°C, 43,9 vekt% av et mellomdestillatprodukt som har kokeområde fra 177 til 371°C, og 48,7 vekt% av et gassoljeprodukt. Dessuten bør det bemerkes ut fra en sammenligning mellom Tabellene I og III at gassoljeproduktet fra varmkrakkeren oppviser overlegne fysikalske karakteristika i motsetning til påmatningsmaterialet, som for eksempel at gassoljeproduktet fra varmkrakkeren har en lavere egenvekt, et lavere svovel- og nitrogeninnhold og en høyere konsentrasjon av paraffinforbindelser, som antydet ved verdien for UOP-karakteriseringsfaktor. Da denne utførelsesform av den foreliggende fremgangsmåte ble benyttet, ble 4 3,9 vekt% mellomdestillat, basert på ferskt påmatningsmateriale, produsert, og som et resultat av resirkulering av mellomdestillatet fra varmkrakkeren til hydrokrakkersonen ble kvaliteten til det samlede mellomdestillatprodukt forbedret uttrykt ved bromtall og cetantall samtidig som egenvekten ikke ble påvirket i betydelig grad. Denne forbedring er vist ved sammenligningen av mellomdestillatproduktegenskaper som er gjengitt i Tabell V. As a summary, it can be stated that according to one embodiment of the present invention, the following products were produced, based on the weight of fresh feed distillate: 8.2% by weight of light hydrocarbons boiling below approx. 177°C, 43.9% by weight of a middle distillate product having a boiling range of 177 to 371°C, and 48.7% by weight of a gas oil product. Moreover, it should be noted from a comparison between Tables I and III that the gas oil product from the hot cracker exhibits superior physical characteristics in contrast to the feed material, such as for example that the gas oil product from the hot cracker has a lower specific gravity, a lower sulfur and nitrogen content and a higher concentration of paraffin compounds , as suggested by the value for UOP characterization factor. When this embodiment of the present process was used, 4 3.9% by weight of middle distillate, based on fresh feed material, was produced, and as a result of recycling the middle distillate from the hot cracker to the hydrocracker zone, the quality of the overall middle distillate product was improved in terms of bromine number and cetane number at the same time that the specific weight was not affected to a significant extent. This improvement is shown by the comparison of middle distillate product properties which are reproduced in Table V.

Eksempel 3 Example 3

Ifølge en annen utførelsesform av den foreliggende oppfinnelse ble 48,7 g/h av varmkrakkergassoljen som ble produsert i eksempel 1 og hadde de__egenskaper som er beskrevet ovenfor i Tabell III, innført i en fltf-rdkatalytisk ; krakkingsone. Som vist ovenfor er kvantiteten og kvaliteten til varmkrakkergassoljeproduktet fremstilt i de ovenstående eksempler 1 og 2 identiske. Den fluidkatal<y>tiske krakking av gassoljen ble utført ved krakkingbetingelser som innbe-fattet en zeolittisk katalysator, et trykk av 0 kPa manometertrykk, en reaktortemperatur av 510°C og et forhold mellom katalysator og olje av 6:1. Avløpet fra den pulverkatalytiske krakkingsone ble. fraksjonert slik at 26,4 g/h bensin, 5,4 g/h lett syklusolje og 4,8 g/h klaret olje ble produsert. For sammenlignings skyld ble i en annen kjørinq med den samme fluid katalytiske krakkingsone og de samme arbeidsbetingelser som beskrevet ovenfor 48,7 g/h av det opprinnelige destillatpåmatningsmateriale med de egenskaper som er beskrevet i Tabell I, innført i den pulverkatalytiske krakkingsone. Avløpet fra den fluid katalytiske krakkingsone ble fraksjonert, og det ble produsert 24,7 g/h bensin, According to another embodiment of the present invention, 48.7 g/h of the hot cracker gas oil which was produced in example 1 and had the_characteristics described above in Table III, was introduced into a fltfrd catalytic; cracking zone. As shown above, the quantity and quality of the hot cracker gas oil product produced in the above examples 1 and 2 are identical. The fluid catalytic cracking of the gas oil was carried out under cracking conditions which included a zeolitic catalyst, a pressure of 0 kPa gauge pressure, a reactor temperature of 510°C and a ratio between catalyst and oil of 6:1. The effluent from the powder catalytic cracking zone was. fractionated so that 26.4 g/h petrol, 5.4 g/h light cycle oil and 4.8 g/h clarified oil were produced. For the sake of comparison, in another run with the same fluid catalytic cracking zone and the same working conditions as described above, 48.7 g/h of the original distillate feed material with the properties described in Table I was introduced into the powder catalytic cracking zone. The effluent from the fluid catalytic cracking zone was fractionated, and 24.7 g/h of gasoline was produced,

6,9 g/h lett syklusolje og 5,2 g/h klaret olje. I den nedenstående Tabell VI er driften av og resultatene oppnådd med den fluid katalytiske krakkingsone med begge de ovenfor beskrevne påmatningsmaterialer oppsummert. 6.9 g/h light cycle oil and 5.2 g/h clarified oil. In Table VI below, the operation of and the results obtained with the fluid catalytic cracking zone with both of the above-described feed materials are summarized.

Dette eksempel viser at en termisk krakkergassolje som fås ved anvendelse av en foretrukken utførelsesform av den foreliggende fremgangsmåte, ikke bare er et egnet påmatningsmateriale for en katalytisk krakkingsone og gir bensin i en utmerket mengde og i eri utmerket kvalitet, som vist på Tabell VI, men gir i så å si alle vesentlige henseender bedre resultater enn dem som fås med det opprinnelige destillatpåmatningsmateriale som ble anvendt for til slutt å produsere den termiske krakkergassolje. This example demonstrates that a thermal cracker gas oil obtained using a preferred embodiment of the present process is not only a suitable feedstock for a catalytic cracking zone and provides gasoline in excellent quantity and quality, as shown in Table VI, but gives in virtually all essential respects better results than those obtained with the original distillate feed material used to ultimately produce the thermal cracker gas oil.

Eksempel 4 Example 4

Dette eksempel viser de utbytter som kan forventes This example shows the dividends that can be expected

ved anvendelse av en fullstendig integrert prosess, hvilket er én utførelsesform av den foreliggende oppfinnelse. Disse forventede utbytter er basert på de data som er blitt oppnådd ved de ovenfor gjengitte eksempler. For den foreliggende integrerte prosess anvendes en hydrokrakkingsone, using a fully integrated process, which is one embodiment of the present invention. These expected yields are based on the data obtained in the examples given above. For the present integrated process, a hydrocracking zone is used,

en termisk krakkingsone og en fluidf katalytisk krakkingsone. Dersom et påmatningsmateriale som er beskrevet i den ovenstående Tabell I blir behandlet ved den foreliggende integrerte prosess i en mengde av 66,2 m 3/h, vil de erholdte produkter innbefatte 30,7 m 3 /h dieselolje, 21,3 m 3/h bensin, 3,2 m 3 /h lett syklusolje og 2,6 m 3/h klaret olje. For sammenlignings skyld produserer den samme fluid kataly-iske krakkingsone som drives under sammenlignbare betingelser med en påmatning av 66,2 m 3/h av påmatningsmaterialet, a thermal cracking zone and a fluid catalytic cracking zone. If a feed material described in the above Table I is treated by the present integrated process in an amount of 66.2 m 3 /h, the products obtained will include 30.7 m 3 /h diesel oil, 21.3 m 3 / h petrol, 3.2 m 3 /h light cycle oil and 2.6 m 3 /h clarified oil. For comparison, the same fluid catalytic cracking zone operated under comparable conditions with a feed of 66.2 m 3 /h of the feedstock produces,

dvs. opprinnelig gassolje, beskrevet i Tabell I, 41,2 m 3/h bensin, 8,6 m3 / h lett syklusolje og 5,9 m 3/h klaret olje. i.e. original gas oil, described in Table I, 41.2 m3/h gasoline, 8.6 m3/h light cycle oil and 5.9 m3/h clarified oil.

En oppsummering av disse resultater er gjengitt i Tabell A summary of these results is reproduced in Table

VII. VII.

Dette eksempel viser at i overensstemmelse med den foreliggende oppfinnelse fås et høyt utbytte av dieselprodukt, nærmere bestemt over 46 volum% av den ferske påmatning, samtidig som bensin, lett syklusolje: og klaret olje produseres. This example shows that, in accordance with the present invention, a high yield of diesel product is obtained, more precisely over 46% by volume of the fresh feed, while petrol, light cycle oil and clarified oil are produced.

Den foreliggende oppfinnelse er ytterligere beskrevet ved hjelp av den nedenstående illustrerende utførelsesform. De følgende data ble ikke oppnådd ved virkelig utførelse av den foreliggende oppfinnelse, men betraktes som prospektive og rimelig illustrerende for det forventede resultat ved oppfinnelsen. The present invention is further described by means of the following illustrative embodiment. The following data were not obtained by actual implementation of the present invention, but are considered prospective and reasonably illustrative of the expected result of the invention.

Illustrerende utførelsesform Illustrative embodiment

Ved denne illustrerende utførelsesform blir tre ad-skilte flytskjemaer sammenlignet for å påvise fordelene ved den foreliggende oppfinnelse. I det første flytskjema eller Tilfelle 1 blir et aromatrikt destillatpåmatningsmateriale fra tung arabisk råolje med de karakteristika som er gjengitt i Tabell VI, innført i en mengde av 132,5 m 3/h i en hydro-krakkingreaks jonssone som drives med ca. 30 volum% omvandling av påmatningsmaterialet som koker ved en temperatur over 371°C, og ved et trykk av. 6205 kPa manometertrykk. In this illustrative embodiment, three separate flowcharts are compared to demonstrate the advantages of the present invention. In the first flow chart or Case 1, an aromatic-rich distillate feed material from heavy Arabian crude oil with the characteristics given in Table VI is introduced in a quantity of 132.5 m 3 /h into a hydro-cracking reaction zone operated at approx. 30 vol% conversion of the feed material which boils at a temperature above 371°C, and at a pressure of 6205 kPa gauge pressure.

Avløpet fra hydrokrakkingreaksjonssonen inneholder 44,8 m<3>/h av 177 - 371°C mellomdestillat, 2,7 m<3>/h av C^-177°C-naftha og 87,7 m<3>/h av tungolje som koker over 371 C. Den erholdte tungolje blir innført i en fluid - katalytisk krakker som gir 57,2 m 3 /h bensin, 9,1 m 3/h lett syklusolje (LCO) og 6,35 m 3/h oppslemning. De kombinerte utbytter og produktkvaliteter for Tilfelle 1 er gjengitt i The effluent from the hydrocracking reaction zone contains 44.8 m<3>/h of 177 - 371°C middle distillate, 2.7 m<3>/h of C^-177°C naphtha and 87.7 m<3>/h of heavy oil that boils above 371 C. The obtained heavy oil is introduced into a fluid catalytic cracker which produces 57.2 m 3 /h gasoline, 9.1 m 3 /h light cycle oil (LCO) and 6.35 m 3 /h slurry . The combined yields and product qualities for Case 1 are reproduced in

Tabell VII. Table VII.

I det annet flytskjema eller Tilfelle 2 som er en ut-førelsesform av den foreliggende fremgangsmåte, blir 87,7 m 3/h tungolje fra Tilfelle 1 som koker ved en temperatur over 371°C, innført i en varmkrakker hvori forekommer tilnærmet ytterligere 25 vekt% omvandling av tungolje som koker over 371°C. Det kombinerte avløp fra hydrokrakkeren og varmkrakkeren består av 73,8 m<3>/h av 177-371°C mellomdestillat, 7,73 m<3>/h av C^-177°C-naftha og 54,6 m /h tungolje som koker over 371 C. Den erholdte tungolje blir inn-ført i en fluicrkatalytisk krakker som gir 33,9 m 3/h bensin, 6,28 m 3 /h lett syklusolje (LCO) og 5,59 m 3/h oppslemning. De kombinerte utbytter og produktkvaliteter for Tilfelle 2 er også gjengitt i Tabell VII. In the second flow chart or Case 2, which is an embodiment of the present method, 87.7 m 3 /h of heavy oil from Case 1, which boils at a temperature above 371°C, is introduced into a hot cracker in which approximately an additional 25 wt. % conversion of heavy oil boiling above 371°C. The combined effluent from the hydrocracker and hot cracker consists of 73.8 m<3>/h of 177-371°C middle distillate, 7.73 m<3>/h of C^-177°C naphtha and 54.6 m / h of heavy oil that boils above 371 C. The obtained heavy oil is fed into a flue catalytic cracker that produces 33.9 m 3/h of petrol, 6.28 m 3 /h of light cycle oil (LCO) and 5.59 m 3 /h slurry. The combined yields and product qualities for Case 2 are also reproduced in Table VII.

I det tredje flytskjema eller Tilfelle 3 blir påmatningsmaterialet beskrevet i Tabell VI i en mengde av 132,5 m 3/h innført i en hydrokrakkingenhet som drives ved 9653 kPa manometertrykk, og en fluid, katalytisk krakker på en slik måte at det kombinerte utbytte av 177-371°C mellomdestillat er likt utbyttet produsert i Tilfelle 2. Hydro-krakkingenheten drives ved ca. 60 volum% omvandling, slik at avløpet består av 75,3 m<3>/h 177-371°C mellomdestillat, 14,1 m<3>/h C5-177°C-naftha og 49,9 m<3>/h tungolje som koker over 371°C. Den erholdte tungolje innføres i en pulver-katalytisk krakker som gir 33,3 m 3 /h bensin, 4,8 m 3/h lett syklusolje (LCO) og 2,4 m 3/h oppslemning. De kombinerte utbytter og produktkvaliteter for Tilfelle 3 er også gjengitt i Tabell VII. In the third flow chart or Case 3, the feed material described in Table VI in an amount of 132.5 m 3 /h is introduced into a hydrocracker operated at 9653 kPa gauge pressure, and a fluid catalytic cracker in such a way that the combined yield of 177-371°C middle distillate is similar to the yield produced in Case 2. The hydrocracking unit is operated at approx. 60 vol% conversion, so that the effluent consists of 75.3 m<3>/h 177-371°C middle distillate, 14.1 m<3>/h C5-177°C-naphtha and 49.9 m<3> /h heavy oil that boils above 371°C. The obtained heavy oil is fed into a powder catalytic cracker which produces 33.3 m 3 /h of petrol, 4.8 m 3 /h of light cycle oil (LCO) and 2.4 m 3 /h of slurry. The combined yields and product qualities for Case 3 are also reproduced in Table VII.

En sammenligning mellom produktutbyttene og -kvalitetene ifølge Tabel VII viser at Tilfelle 2 som er en utførelses-form av den foreliggende fremgangsmåte, gir et høyere utbytte av diesel pluss LCO sammen med en forbedret kvalitet sammenlignet med Tilfelle 1, mens kvaliteten av FCC-bensinen er den samme i begge tilfeller. A comparison between the product yields and qualities according to Table VII shows that Case 2, which is an embodiment of the present method, gives a higher yield of diesel plus LCO together with an improved quality compared to Case 1, while the quality of the FCC gasoline is the same in both cases.

En annen sammenligning mellom produktutbyttene og -kvalitetene gjengitt i Tabell VII viser at Tilfelle 2 gir et ekvivalent utbytte av diesel pluss LCO sammenlignet med Tilfelle 3, men med bare tilnærmet halvparten av oxygenfor-bruket. Kvaliteten av FCC-bensinen er den samme i begge Tilfeller 2 og 3. Another comparison between the product yields and qualities reproduced in Table VII shows that Case 2 gives an equivalent yield of diesel plus LCO compared to Case 3, but with only approximately half the oxygen consumption. The quality of the FCC gasoline is the same in both Cases 2 and 3.

Claims

1. Process for converting an aromatic-rich, distillable gas oil feed material which is substantially free of asphaltenic hydrocarbons and which has a concentration of aromatic hydrocarbon compounds greater than 20 vol%, to selectively produce large quantities of middle distillate while minimizing hydrogen consumption, characterized in that it includes the steps that (a) the feed material is reacted with hydrogen in a hydrocracking zone (2) which contains "a catalyst comprising a combination of catalytically effective amounts of a component from group VIB or group VIII together with a refractory inorganic oxide, under hydrocracking conditions which include the use of a maximum catalyst bed temperature of 315-454°C selected to convert at least a portion of the feed to lower boiling hydrocarbon products, including middle distillate, and to convert at least 10% by volume of the aromatic hydrocarbon compounds contained in the feed, such that an increased concentration of paraffin hydrocarbon compounds is obtained in the obtained effluent from the hydrocracking reaction zone, (b) the obtained effluent (3) from the hydrocracking reaction zone (2) is separated (7) into a middle distillate product stream (16) and a paraffin-rich hydrocarbon-like stream (9) which boils at a temperature above 371°C, (c) between allow the product stream from step (b) to be recovered, (d) the paraffinic hydrocarbon-like stream recovered from step (b) is reacted in a non-catalytic thermal reaction zone (10) under mild thermal cracking conditions involving the application of an elevated temperature from 371 to 526°C , a pressure of from 207 to 6895 kPa gauge pressure and an equivalent residence time at 482°C of from 1 to 60 seconds, so as to obtain an effluent (11) from the non-catalytic thermal reaction zone, and (e) the effluent from the non- catalytic thermal reaction zone is separated (12) into a middle distillate fraction (15) which boils within the range from 149 to 371°C, and into a heavy fraction (14) which boils at a temperature above 371°C, and optionally (f) at least part of the heavy fraction which boils at a temperature above 371°C and which is recovered in step (e), is introduced into a fluid catalytic cracking zone (17, fig.2) under fluid catalytic cracking conditions so that a gasoline product stream (20) and another intermediate distillate product stream (21) are produced.

2. Method according to claim 1, characterized in that at least part of the middle distillate fraction which boils within the range from 149 to 371°C and which is obtained in step (e), is recycled to the catalytic hydrocarbon reaction zone (2) in step (a) and is then recovered in step (c) as part of the product flow (16) .

3. Method according to claim 1, characterized in that hydrocracking conditions are used which include the use of a pressure from 3447 to 20685 kPa gauge pressure, a liquid volume velocity (LHSV) of from 0.2 to 10.0 h<-1>, based on fresh feed material, and a hydrogen circulation amount of 3 3 from 88.9 to 1778 standard m/m.

4. Method according to claim 1, characterized in that the hydrogen consumption in the catalytic hydrocracking reaction zone (2) in step (a) is kept below 160 standard m 3 /m 3 , based on fresh feed material.

5. Method according to claim 1, characterized in that at least part of the middle distillate fraction which boils within the range from 14 9 to 371°C and has been separated in step (e), is extracted and mixed with the middle distillate product stream extracted in step (c).

6. Method according to claim 1, characterized in that an aromatic-rich, distillable gas oil feed material is used which has a UOP characterization factor of less than 12.4.

7. Method according to claim 1, characterized in that the fluid catalytic cracking is used and that conditions are used for this which include the use of a reactor temperature from 482 to 734°C, a pressure from 0 to 1379 kPa manometer pressure and a ratio between catalyst and oil , based on the weight of catalyst and fed hydrocarbon, of up to 50:1.