NO337658B1

NO337658B1 - Process for Fluid Catalytic Cracking of Hydrocarbons.

Info

Publication number: NO337658B1
Application number: NO20063753A
Authority: NO
Inventors: Dalip S Soni; Leonce Castagnos
Original assignee: Abb Lummus Global Inc
Priority date: 2004-01-23
Filing date: 2006-08-22
Publication date: 2016-05-30
Also published as: NO20063753L; EP1713884B1; CA2553783C; MXPA06008184A; AU2005207859A1; KR100985288B1; ZA200606044B; JP2007518866A; CA2553783A1; BRPI0506971A; EP1713884A1; WO2005073347A1; AU2005207859B2; KR20070018836A; CN1910264A; BRPI0506971B1; US20050161369A1

Description

Bakgrunn for oppfinnelsen Background for the invention

1. Oppfinnelsesområdet 1. The field of invention

Den foreliggende oppfinnelse vedrører et system og en metode for fluidka-talytisk krakking FCC ("fluid catalytic cracking") for å maksimere utbyttet av lette olefiner. The present invention relates to a system and method for fluid catalytic cracking FCC ("fluid catalytic cracking") to maximize the yield of light olefins.

2. Teknikkens stand 2. State of the art

Den nevnte fluidkatalytiske krakking (FCC) prosess anvendes vanlig for å krakke høytkokende petroleumsfraksjoner ved å bringe den høytkokende tilførsel i kontakt med fluidiserte katalysatorpartikler i en stigerørreaktor for primært å frem-stille motordrivstoffer. Den frembringer også en viss mengde av lette hydrokarboner som f.eks. C3og C4forbindelser og lette olefiner som f.eks. propylen og butyl-ener. Den relative etterspørsel for de lette olefiner har imidlertid vært økende. FCC prosessen behøver derfor å tilpasses for å produsere mer av disse lette olefiner. The aforementioned fluid catalytic cracking (FCC) process is commonly used to crack high-boiling petroleum fractions by bringing the high-boiling feed into contact with fluidized catalyst particles in a riser reactor to primarily produce motor fuels. It also produces a certain amount of light hydrocarbons such as C3 and C4 compounds and light olefins such as propylene and butylenes. However, the relative demand for the light olefins has been increasing. The FCC process therefore needs to be adapted to produce more of these light olefins.

F.eks. viser US patent 5 997 728 et katalysatorsystem for maksimering av lette olefinutbytter i FCC. Prosessen anvender en katalysator med store mengder av formselektivt krakkingtilsetningsstoff. E.g. US Patent 5,997,728 discloses a catalyst system for maximizing light olefin yields in FCC. The process uses a catalyst with large amounts of shape-selective cracking additive.

US patent 6 069 287 viser en prosess for selektiv produksjon av C2-C4olefiner i en FCC prosess fra en termisk krakket naftastrøm. Naftastrømmen bringes i kontakt med en katalysator inneholdende fra omtrent 10 til 50 vekt% krystallinsk zeolitt med en gjennomsnittlig porediameter på mindre enn omtrent 0,7 nanometer. US patent 6,069,287 shows a process for the selective production of C2-C4 olefins in an FCC process from a thermally cracked naphtha stream. The naphtha stream is contacted with a catalyst containing from about 10 to 50% by weight crystalline zeolite having an average pore diameter of less than about 0.7 nanometers.

US patent 6 093 867 viser en prosess for selektiv produksjon av C3olefiner fra en katalytisk krakket eller termisk krakket naftastrøm. Naftastrømmen innføres i en prosessenhet bestående av en reaksjonssone, en avdrivningssone, en kataly-satorregenereringssone, og en fraksjoneringssone. Naftatilførselsstrømmen bringes i reaksjonssonen i kontakt med en katalysator inneholdende fra omtrent 10 til 50 vekt% av en krystallinsk zeolitt med en gjennomsnittlig porediameter mindre enn omtrent 0,7 nanometer under reaksjonsbetingelser som inkluderer temperatu-rer i området fra omtrent 500 °C til 650 °C og et hydrokarbonpartialtrykk fra omtrent 0,7 til 2,8 kg/cm<2>. Dampprodukter samles på toppen og katalysatorpartiklene føres gjennom avdrivningssonen på vei til katalysatorregenereringssonen. Flyktige forbindelser avdrives med damp i avdrivningssonen og katalysatorpartiklene sen des til katalysatorregenereringssonen hvor koks avbrennes fra katalysatoren som så resirkuleres til reaksjonssonen. Topprodukter fra reaksjonssonen føres til en fraksjoneringssone hvori en strøm av C3hydrokarboner utvinnes og en strøm rik på C4og/eller Cs olefiner resirkuleres til avdrivningssonen. US patent 6,093,867 discloses a process for the selective production of C3 olefins from a catalytically cracked or thermally cracked naphtha stream. The naphtha stream is introduced into a process unit consisting of a reaction zone, a stripping zone, a catalyst regeneration zone and a fractionation zone. The naphtha feed stream is contacted in the reaction zone with a catalyst containing from about 10 to 50% by weight of a crystalline zeolite having an average pore diameter less than about 0.7 nanometers under reaction conditions that include temperatures in the range of from about 500°C to 650°C and a hydrocarbon partial pressure of from about 0.7 to 2.8 kg/cm<2>. Steam products are collected at the top and the catalyst particles are passed through the stripping zone on their way to the catalyst regeneration zone. Volatile compounds are driven off with steam in the stripping zone and the catalyst particles are sent to the catalyst regeneration zone where coke is burned off from the catalyst which is then recycled to the reaction zone. Top products from the reaction zone are fed to a fractionation zone in which a stream of C3 hydrocarbons is recovered and a stream rich in C4 and/or Cs olefins is recycled to the stripping zone.

Andre patenter som beskriver FCC prosesser for å frembringe høyere utbyt-ter av lette olefiner inkluderer f.eks. US patenter 6 106 697, 6 118 035, 6 313 366 og 6 538 169. Other patents describing FCC processes for producing higher yields of light olefins include e.g. US Patents 6,106,697, 6,118,035, 6,313,366 and 6,538,169.

Det foreligger et behov for et FCC system og metode som er i stand til å mer effektiv og selektivt å maksimere produksjon av lette olefiner. There is a need for an FCC system and method that is able to more efficiently and selectively maximize the production of light olefins.

Oppsummering av oppfinnelsen Summary of the invention

En fremgangsmåte for fluid katalytisk krakking (FCC) av hydrokarboner til-veiebringes heri. Fremgangsmåten omfatter: a) en primær tilførsel av tunge hydrokarboner som har fem eller flere hydrokarboner bringes i kontakt med en fluidisert partikkelformet katalysator i en reaksjonssone ved katalytiske krakkingsbetingelser som inkluderer en temperatur fra 500 °C til 600 °C, et trykk fra 0,7 til 1,8 kg/cm<2>, en oppholdstid fra 0,5 sekunder til 10,0 sekunder og et hydrokarbonpartialtrykk fra 0,2 kg/cm<2>til 0,7 kg/cm<2>, for å omdanne i det minste noe av de tunge hydrokarbonene til lette olefiner med fra 3 til 4 karbonatomer; b) en reaksjonsblanding inneholdende brukte katalysatorpartikler og en gassforming strøm inneholdende de lette olefiner og andre reaksjonsprodukter føres til et syklon separasjonssystem inne i en omslutnings/separasjonsbeholder direkte forbundet til reaksjonssonen, idet i det minste en del av det nevnte syklon/separasjonssystem er posisjonert inne i et indre rom omsluttet av en beholder, idet det nevnte indre rom inkluderer en avdrivningsregion og en øvre region hvori i det minste en del av syklonseparasjonssystemet er posisjonert, idet syklonseparasjonssystemet inkluderer minst en syklon forbundet direkte til reaksjonssonen og med et indre første trykk og hvor den nevnte avdrivningsregion har et andre trykk, idet det indre første trykk er minst 0,0035 kg/cm<2>lavere enn det andre trykk; c) de brukte katalysatorpartikler separeres fra det gassformige fluid inne i nevnte minst én syklon, idet det gassformede fluid ejekteres som effluent fra sepa rasjonsbeholderen gjennom en utløpsåpning og de nevnte brukte katalysatorpartikler overføres til avdrivningsregionen; d) de brukte katalysatorpartikler bringes i kontakt med en avdrivningsgass for å fjerne medrevne hydrokarboner, idet den nevnte avdrivningsgass med medrevne hydrokarboner beveges gjennom nevnte minst ene syklon gjennom utløps-åpningen, og å overføre katalysatorpartiklene som har vært underkastet avdriv-ningsbehandlingen til en regenereringssone for avkoksing, hvori trinnet med å overføre de katalysatorpartiklene som har vært underkastet avdrivnings-behandlingen til regenereringssonen omfatter å føre katalysatorpartiklene gjennom en rettvinklet rørbendoverføringsledning og avkoksing av i det minste en del av den avdrivningsbehandlede katalysator for å tilveiebringe regenerert katalysator, e) å overføre minst en del av den regenererte katalysator til reaksjonssonen oppstrøms for injeksjonspunktet for den primære tilførsel, og f) å injisere i det minste en andre tilførselskomponent i den nevnte reaksjonssone separat fra den nevnte primære tilførsel, idet den nevnte andre tilfør-selskomponent omfatter en resirkulert del av effluenten fra separasjonsbeholderen, idet den nevnte resirkulerte del av effluenten er blitt separert fra effluenten nedstrøms av separasjonsbeholderen ved hjelp av fraksjonert destillasjon, hvori den andre tilførselskomponent omfatter en hydrokarbonfraksjon som er lettere enn de mettede hydrokarboner i den primære tilførsel og som innføres i reaksjonssonen gjennom flere punkter oppstrøms fra den posisjon ved hvilken den primære tilførsel innføres. A process for fluid catalytic cracking (FCC) of hydrocarbons is provided herein. The process comprises: a) a primary feed of heavy hydrocarbons having five or more hydrocarbons is contacted with a fluidized particulate catalyst in a reaction zone under catalytic cracking conditions that include a temperature from 500°C to 600°C, a pressure from 0.7 to 1.8 kg/cm<2>, a residence time from 0.5 seconds to 10.0 seconds and a hydrocarbon partial pressure from 0.2 kg/cm<2> to 0.7 kg/cm<2>, to convert at least some of the heavy hydrocarbons to light olefins having from 3 to 4 carbon atoms; b) a reaction mixture containing spent catalyst particles and a gas-forming stream containing the light olefins and other reaction products is fed to a cyclone separation system inside an enclosure/separation vessel directly connected to the reaction zone, at least part of said cyclone/separation system being positioned inside an inner space enclosed by a container, said inner space including a stripping region and an upper region in which at least part of the cyclone separation system is positioned, the cyclone separation system including at least one cyclone connected directly to the reaction zone and with an internal first pressure and where the said drift region has a second pressure, the internal first pressure being at least 0.0035 kg/cm<2>lower than the second pressure; c) the spent catalyst particles are separated from the gaseous fluid inside said at least one cyclone, the gaseous fluid being ejected as effluent from the separation container through an outlet opening and the said spent catalyst particles being transferred to the stripping region; d) the spent catalyst particles are brought into contact with a stripping gas to remove entrained hydrocarbons, said stripping gas with entrained hydrocarbons being moved through said at least one cyclone through the outlet opening, and transferring the catalyst particles which have been subjected to the stripping treatment to a regeneration zone for decoking, wherein the step of transferring the catalyst particles which have been subjected to the stripping treatment to the regeneration zone comprises passing the catalyst particles through a right angle pipe bend transfer conduit and decoking at least a portion of the stripped treated catalyst to provide regenerated catalyst, e) transferring at least a part of the regenerated catalyst to the reaction zone upstream of the injection point of the primary feed, and f) injecting at least one second feed component into said reaction zone separately from said primary feed, said second feed component ent comprises a recycled part of the effluent from the separation vessel, the said recycled part of the effluent having been separated from the effluent downstream of the separation vessel by means of fractional distillation, in which the second feed component comprises a hydrocarbon fraction which is lighter than the saturated hydrocarbons in the primary feed and which is introduced into the reaction zone through several points upstream from the position at which the primary feed is introduced.

Kort beskrivelse av tegningene Brief description of the drawings

Forskjellige utførelsesformer er beskrevet i det følgende med henvisning til tegningene hvori: Fig. 1 er en skjematisk illustrasjon av reaksjoner som foregår i en FCC prosess; Fig. 2 er en skjematisk illustrasjon av et FCC system som anvender oppfinnelsen under anvendelse av en enkelt stigerørreaksjonssone; Fig. 3 er en skjematisk illustrasjon av et alternativt FCC system som anvender dobbelte stigerør reaksjonssonen Fig. 4 er en graf som illustrerer trykkdifferensial versus produktutvinningsef-fektivitet; og Fig. 5 er en graf som illustrerer C3H6selektivitet versus tilførselsomdannel-se. Different embodiments are described in the following with reference to the drawings in which: Fig. 1 is a schematic illustration of reactions that take place in an FCC process; Fig. 2 is a schematic illustration of an FCC system employing the invention using a single riser reaction zone; Fig. 3 is a schematic illustration of an alternative FCC system using dual riser reaction zone Fig. 4 is a graph illustrating pressure differential versus product recovery efficiency; and Fig. 5 is a graph illustrating C 3 H 6 selectivity versus feed conversion.

Detaljert beskrivelse av foretrukket eller foretrukne utførelsesformer Detailed description of preferred or preferred embodiments

FCC prosessen ifølge oppfinnelsen anvender en katalysator i form av meget fine faste partikler som fluidiseres i en reaksjonssone som er i form av en vertikal stigerørreaktor. Tilførselen bringes i kontakt med katalysatoren ved bunnen av den vertikale stigerørreaktor og løftes sammen med katalysatoren til toppen av stigerørreaktoren, som beskrevet mer fullstendig i det følgende. The FCC process according to the invention uses a catalyst in the form of very fine solid particles that are fluidized in a reaction zone in the form of a vertical riser reactor. The feed is brought into contact with the catalyst at the bottom of the vertical riser reactor and is lifted with the catalyst to the top of the riser reactor, as described more fully below.

Tilførselen er en forholdsvis tung hydrokarbonfraksjon med et forholdsvis høyt kokepunkt og/eller molekylvekt. Betegnelsen "forholdsvis tung" som anvendt heri refererer til hydrokarboner med 5 eller flere karbonatomer, typisk mer enn 8 karbonatomer. F.eks. kan tilførselen være en nafta, vakuumgassolje eller rest. Typisk er tilførselen en petroleumsfraksjon med et kokeområde fra omtrent 250 °C til omtrent 625 °C. The supply is a relatively heavy hydrocarbon fraction with a relatively high boiling point and/or molecular weight. The term "relatively heavy" as used herein refers to hydrocarbons of 5 or more carbon atoms, typically more than 8 carbon atoms. E.g. the feed may be a naphtha, vacuum gas oil or residue. Typically, the feed is a petroleum fraction with a boiling range from about 250°C to about 625°C.

Katalysatoren anvendt i denne oppfinnelse kan være en hvilken som helst katalysator som vanlig anvendt i FCC prosessene. Disse katalysatorer består generelt av høyaktivitets krystallinske aluminasilikater. De foretrukne katalysator-komponenter er zeolitter, ettersom disse fremviser høyere iboende aktivitet og motstand mot deaktivering. Typiske zeolitter inkluderer ZSM-X, ZSM-Y, ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 og ZSM-48. En mer foretrukket katalysator ifølge den foreliggende oppfinnelse er basert på ultrastabil Y (USY) zeolitt med et høyere forhold mellom silika og alumina. Katalysatorene kan anvendes alene eller i kombinasjon med zeolitter med en formselektiv pentasilstruktur, som f.eks. ZSM-5, som omdanner større lineære hydrokarbonforbindelser til mindre hydrokarbonforbindelser, spesielt større olefiner til mindre olefiner. Ikke zeolittkata-lysatorer som f.eks. amorfe leirer eller uorganiske oksider kan også anvendes. The catalyst used in this invention can be any catalyst commonly used in FCC processes. These catalysts generally consist of high activity crystalline aluminosilicates. The preferred catalyst components are zeolites, as these exhibit higher intrinsic activity and resistance to deactivation. Typical zeolites include ZSM-X, ZSM-Y, ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 and ZSM-48. A more preferred catalyst according to the present invention is based on ultrastable Y (USY) zeolite with a higher ratio between silica and alumina. The catalysts can be used alone or in combination with zeolites with a shape-selective pentasil structure, such as e.g. ZSM-5, which converts larger linear hydrocarbon compounds to smaller hydrocarbon compounds, especially larger olefins to smaller olefins. Not zeolite catalysts such as e.g. amorphous clays or inorganic oxides can also be used.

Den foreliggende oppfinnelse maksimerer selektiviteten til lette olefiner (C3til C4olefiner) ved hjelp av FCC enhetens maskinelle utstyr, operasjonsbetingelser og katalysatorsammensetning. Det maskinelle utstyr, operasjonsbetingelsene spesialtilpasses for å oppnå kinetiske og termodynamiske effekter som begunsti ger produksjonen av olefiner. Katalysatorsammensetningen eller blandingen av katalysatorer anvendt i denne oppfinnelse er selektert fra familien av katalysatorer beskrevet i det foregående, slik at katalysatoraktiviteten for katalytisk omdannelse er maksimert i sammen med maksimering av omdannelsen av olefiner med høye-re molekylvekt til olefiner med mindre molekylvekt, mens tendensene for fornyet metning av de således produserte lette olefiner er minimert. The present invention maximizes the selectivity to light olefins (C3 to C4 olefins) by means of the FCC unit's mechanical equipment, operating conditions and catalyst composition. The mechanical equipment and operating conditions are specially adapted to achieve kinetic and thermodynamic effects that favor the production of olefins. The catalyst composition or mixture of catalysts used in this invention is selected from the family of catalysts described above, so that the catalyst activity for catalytic conversion is maximized along with maximizing the conversion of higher molecular weight olefins to lower molecular weight olefins, while the tendencies for resaturation of the thus produced light olefins is minimized.

Med henvisning til fig. 1 er der forskjellige reaksjoner som foregår i FCC skjematisk illustrert. Parafiner krakkes for å produsere olefiner. Olefiner kan imidlertid reagere for å produsere naftener ved hjelp av ringslutningsreaksjoner, mindre olefiner ved krakkingreaksjoner, og parafiner ved hjelp av hydrogenoverføring. Olefiner kan også undergå isomerisering. Naftenene kan omdannes til olefiner eller sykloolefiner. Aromater kan fremstilles ved dehydrogenering av sykloolefiner. Aromatene kan i sin tur krakkes eller kan underkastes dehydrogenering og/eller alkylering for å frembringe tung koks, og polysyklisk eller heterosykliske aromater. With reference to fig. 1, various reactions taking place in FCC are schematically illustrated. Kerosene is cracked to produce olefins. However, olefins can react to produce naphthenes by cyclization reactions, smaller olefins by cracking reactions, and paraffins by hydrogen transfer. Olefins can also undergo isomerization. The naphthenes can be converted to olefins or cycloolefins. Aromatics can be produced by dehydrogenation of cycloolefins. The aromatics can in turn be cracked or can be subjected to dehydrogenation and/or alkylation to produce heavy coke, and polycyclic or heterocyclic aromatics.

Den ønskede reaksjon er omdannelsen av parafiner til lette olefiner, som erkarakterisert veden hurtigere reaksjonshastighet enn de uønskede sekundære reaksjoner. Ved således å begrense reaksjonstiden kan man hurtig avslutte de uønskede kjedereaksjoner etter at olefinproduksjonen har foregått. Den hurtige avslutning av sidereaksjonene oppnås ved å ha en meget kort oppholdstid i stige-rørreaktoren og mer viktig hurtig og effektiv separasjon av reaksjonsproduktene fra katalysatoren ved avslutningen av reaksjonen ved slutten av stigerørreaktoren. The desired reaction is the conversion of paraffins to light olefins, which is characterized by a faster reaction rate than the unwanted secondary reactions. By thus limiting the reaction time, the unwanted chain reactions can be quickly terminated after the olefin production has taken place. The rapid termination of the side reactions is achieved by having a very short residence time in the riser reactor and more importantly rapid and efficient separation of the reaction products from the catalyst at the termination of the reaction at the end of the riser reactor.

Med henvisning til fig. 2 vises der et FCC system 100 for den selektive komponentkrakking ifølge oppfinnelsen. Systemet 100 inkluderer en vertikal stige-rørreaktor 101. Den initiale tilførsel innføres i stigerørreaktoren 101 gjennom injektorer 102. Regenererte katalysatorblandinger med tilførsel og katalysator føres oppover i stigerøret hvori krakkingsreaksjonen foregår. With reference to fig. 2 shows an FCC system 100 for the selective component cracking according to the invention. The system 100 includes a vertical riser reactor 101. The initial feed is introduced into the riser reactor 101 through injectors 102. Regenerated catalyst mixtures with feed and catalyst are fed upwards into the riser in which the cracking reaction takes place.

Regenerert katalysator går typisk inn i stigerørreaktoren ved en temperatur på omtrent 650 °C til 760 °C og krakkingsreaksjonen i stigerørreaktoren foregår vanlig ved en temperatur i området fra omtrent 500 °C til omtrent 600 °C. Regenerated catalyst typically enters the riser reactor at a temperature of about 650°C to 760°C and the cracking reaction in the riser reactor typically takes place at a temperature in the range of about 500°C to about 600°C.

Lavt hydrokarbonpartialtrykk i stigerørreaktoren begunstiger produksjon av lette olefiner. Generelt holdes stigerørreaktortrykket ved omtrent 0,7 til 1,8 kg/cm<2>med et hydrokarbonpartialtrykk på omtrent 0,2 til 0,7 kg/cm<2>. Damp eller annen tørr gass kan anvendes som et fortynningsmiddel for å oppnå det lavere hydrokarbonpartialtrykk. Low hydrocarbon partial pressure in the riser reactor favors the production of light olefins. Generally, the riser reactor pressure is maintained at about 0.7 to 1.8 kg/cm<2> with a hydrocarbon partial pressure of about 0.2 to 0.7 kg/cm<2>. Steam or other dry gas can be used as a diluent to achieve the lower hydrocarbon partial pressure.

For å maksimere produksjonen av lette olefiner blir visse selekterte komponenter av produktet fra den første passeringsomdannelse resirkulert til stigerørre-aktoren for ytterligere krakking. Denne driftsmåte betegnes selektiv komponentkrakking "SCC" ("selective component cracking"). Den selekterte komponent som skal resirkuleres og krakkes på nytt kunne være et område av materialer som f.eks. olefiner med høyere karbonatomantall, eller direktedestillerte produkter fra andre omdannelsesenheter. De selekterte komponenter blandes ikke med den friske tilførsel ved injektoren 102. Snarere blir disse komponenter injisert separat gjennom et sett av injeksjonspunkter i stigerørreaktorsystemet hvor betingelsene er ideelle for krakking av disse komponenter. De lettere selekterte komponenter injiseres gjennom flere injektorer 103a oppstrøms fra injektoren 102 for frisk tilfør-sel og ved punkter hvor disse komponenter kan blandes grundig med eller komme i kontakt med den høyaktivitets, høytemperaturkatalysator. To maximize the production of light olefins, certain selected components of the product from the first pass conversion are recycled to the riser actuator for further cracking. This mode of operation is called selective component cracking "SCC" ("selective component cracking"). The selected component to be recycled and cracked again could be a range of materials such as e.g. olefins with a higher number of carbon atoms, or directly distilled products from other conversion units. The selected components are not mixed with the fresh feed at injector 102. Rather, these components are injected separately through a set of injection points into the riser reactor system where conditions are ideal for cracking of these components. The more easily selected components are injected through several injectors 103a upstream from the fresh supply injector 102 and at points where these components can be thoroughly mixed with or come into contact with the high activity, high temperature catalyst.

Optimering av reaksjonsoppholdstiden er et viktig trekk ved oppfinnelsen. Lengre oppholdstider tillater mer grundig krakking men øker også de sekundære reaksjoner som reduserer utbyttet av lette olefiner. Foretrukne oppholdstider er i området fra 0,5 til 10,0 sekunder, mer foretrukket fra 1,0 til 5,0 sekunder og mest foretrukket fra 1,0 til 3,0 sekunder. Optimizing the reaction residence time is an important feature of the invention. Longer residence times allow more thorough cracking but also increase the secondary reactions that reduce the yield of light olefins. Preferred residence times range from 0.5 to 10.0 seconds, more preferably from 1.0 to 5.0 seconds and most preferably from 1.0 to 3.0 seconds.

Reaktoreffluenten kommer ut ved toppen av stigerørreaktoren 101 og går The reactor effluent exits at the top of the riser reactor 101 and leaves

inn i separatorbeholderen 110 og innføres i minst en og foretrukket to syklonsepa-ratorer. Gassen og faststoffene blir for det meste separert i den første syklon 111, og toppen fra den første syklon 111 rettes til den andre syklon 112 for endelig separasjon. Faststoffene faller ut gjennom fallrør 113 ned i avdriveren 114. Gassene sendes ut gjennom utløpet 118 til en hoved-, eller primær fraksjoneringskolonne og et nedstrøms produkt separasjonssystem hvor forskjellige produktfraksjoner separeres gjennom et antall fraksjoneringstrinn. Noen av produktene resirkuleres tilbake til reaksjonen, som nevnt i det foregående. into the separator container 110 and introduced into at least one and preferably two cyclone separators. The gas and solids are mostly separated in the first cyclone 111, and the top from the first cyclone 111 is directed to the second cyclone 112 for final separation. The solids fall out through the downpipe 113 into the separator 114. The gases are sent out through the outlet 118 to a main or primary fractionation column and a downstream product separation system where different product fractions are separated through a number of fractionation steps. Some of the products are recycled back to the reaction, as mentioned above.

Et spesielt trekk som utøves med denne oppfinnelse og som hjelper til med å konservere utbyttet av lette olefiner dannet i stigerørreaksjonssonen er at syklonen 111 opererer ved et lavere trykk enn det indre trykk i beholderen 110. Dette trykkdifferensial opprettholdes ved å la gassene fra avdriverbeholderen 114 pas- sere gjennom en munning i taket av syklonen 111, f.eks. som beskrevet i US patent 5 248 411, som er innlemmet heri som referanse. Det lavere trykk i syklonen 111 tilveiebringer fullstendig separasjon av de reagerende hydrokarboner fra katalysatoren slik at sekundære kjedereaksjoner hurtig avsluttes og derved konserve-res utbyttet av lette olefiner. Med henvisning til fig. 4 kan det ses at når syklonen 111 opererer ved et negativt trykk, dvs. når trykket i syklonen 111 er lavere enn trykket i separatorbeholderen 110 er produktutvinningseffektiviteten nesten 100 %. Når trykkdifferensialet er null, dvs. når separasjonsbeholderen 110 og syklonen 111 befinner seg ved det samme trykk, er produktutvinningseffektiviteten 97 %. Når syklonen 111 befinner seg ved et trykk som bare er 0,28 kg/cm<2>høyere enn trykket i beholderen 110 faller produktutvinningseffektiviteten til under 80 %. Det lavere syklontrykk hindrer at reagerende gasser kan strømme ned sammen med de separerte katalysatorfaststoffer gjennom fallrørene og inn i det indre av separasjonsbeholderen 110. De reagerende gasser ville ellers forbli i kontakt med katalysatoren og de mer sakte sekundære reaksjoner ville ha tilstrekkelig tid til å foregå og redusere selektiviteten til olefiner. A special feature practiced with this invention which helps preserve the yield of light olefins formed in the riser reaction zone is that the cyclone 111 operates at a lower pressure than the internal pressure of the vessel 110. This pressure differential is maintained by allowing the gases from the stripping vessel 114 to pass - see through an opening in the roof of the cyclone 111, e.g. as described in US Patent 5,248,411, which is incorporated herein by reference. The lower pressure in the cyclone 111 provides complete separation of the reacting hydrocarbons from the catalyst so that secondary chain reactions are quickly terminated and thereby the yield of light olefins is preserved. With reference to fig. 4 it can be seen that when the cyclone 111 operates at a negative pressure, i.e. when the pressure in the cyclone 111 is lower than the pressure in the separator vessel 110, the product recovery efficiency is almost 100%. When the pressure differential is zero, i.e. when the separation vessel 110 and the cyclone 111 are at the same pressure, the product recovery efficiency is 97%. When the cyclone 111 is at a pressure that is only 0.28 kg/cm<2> higher than the pressure in the container 110, the product recovery efficiency falls below 80%. The lower cyclone pressure prevents reacting gases from flowing down together with the separated catalyst solids through the downcomers and into the interior of the separation vessel 110. The reacting gases would otherwise remain in contact with the catalyst and the slower secondary reactions would have sufficient time to occur and reduce selectivity to olefins.

Under reaksjonsforløpet i stigerørreaktoren 101 blir katalysatorpartiklene fylt med overveiende karbonholdig materiale benevnt "koks" som er et biprodukt av krakkingsreaksjonene. Katalysatorpartiklene inneholder også hydrokarboner i sine porer og medriver noe hydrokarboner etter separasjon fra dampfasen i syklonene 111 og 112. Koksavleiringene deaktiverer katalysatoren ved å blokkere aktiv ad-gang for de reagerende spesies til de aktive seter i katalysatoren. Katalysatoraktiviteten gjenopprettes ved å forbrenne koksen med en oksygenholdig gass i en regenereringsbeholder 120. Før regenereringstrinnet blir imidlertid katalysatoren avdrivningsbehandlet med damp i avdrivningsbeholderen 114 for å fjerne de med-følgende hydrokarbondamper som ellers ville forbrennes i regeneratoren og repre-sentere tap av de verdifulle produkter. During the course of the reaction in the riser reactor 101, the catalyst particles are filled with predominantly carbonaceous material called "coke" which is a by-product of the cracking reactions. The catalyst particles also contain hydrocarbons in their pores and entrain some hydrocarbons after separation from the vapor phase in cyclones 111 and 112. The coke deposits deactivate the catalyst by blocking active access for the reacting species to the active sites in the catalyst. Catalyst activity is restored by burning the coke with an oxygen-containing gas in a regeneration vessel 120. Before the regeneration step, however, the catalyst is stripped with steam in the stripping vessel 114 to remove the accompanying hydrocarbon vapors that would otherwise be burned in the regenerator and represent a loss of the valuable products.

Med fornyet henvisning til fig. 2 faller katalysatorpartiklene som strømmer ut av syklonene 111 og 112 inn i avdriverseksjonen 114 av beholderen 110 hvori par-tiklene separeres fra eventuelle medrevne eller adsorberte hydrokarboner ved konvensjonell motstrømskontakt med damp. Det indre av avdriveren er konstruert til å maksimere kontakttid og overflateareal for masseoverføring mellom den fluidiserte katalysatorfase og den avdrivende dampfase. De avdrivningsbehandle de katalysatorpartikler faller så ut gjennom falledningen 115 og bæres av overfø-ringsledningen 116 til et rettvinklet rørbend 117 hvorfra de føres oppover inn i midten av det fluidiserte sjiktet 121 i regeneratoren 120 gjennom utløpet 122. Ensartet fordeling av den koksfylte katalysator i midten av regenereringslaget 121 er viktig for gjenvinning av katalysatoraktivitet og overflateareal. Den rettvinklede rør-bend-overføringsledning har en spesiell konfigurasjon som eliminerer erosjons-problemer assosiert med andre konstruksjoner for lignende fortynnet fase kataly-satoroverføring, som f.eks. anvendelse av en albue for den horisontale til vertikale retningsendring for transporten av den brukte katalysator. Denne rettvinklede rør-bendkonfigurasjon resulterer i problemfri innføring av den brukte katalysator inn i midten av regeneratoren for ensartet og grundig regenerering av katalysatoren, slik at katalysatoraktiviteten for ønskede reaksjoner maksimeres for produksjonen av lette olefiner. With renewed reference to fig. 2, the catalyst particles flowing out of the cyclones 111 and 112 fall into the drift section 114 of the container 110 in which the particles are separated from any entrained or adsorbed hydrocarbons by conventional countercurrent contact with steam. The interior of the stripper is designed to maximize contact time and surface area for mass transfer between the fluidized catalyst phase and the stripper vapor phase. The drift-treated catalyst particles then fall out through the drop line 115 and are carried by the transfer line 116 to a right-angled pipe bend 117 from where they are led upwards into the center of the fluidized bed 121 in the regenerator 120 through the outlet 122. Uniform distribution of the coke-filled catalyst in the center of the regeneration layer 121 is important for recovery of catalyst activity and surface area. The right-angle tube-bend transfer line has a special configuration that eliminates erosion problems associated with other similar dilute phase catalyst transfer designs, such as using an elbow for the horizontal to vertical change of direction for the transport of the spent catalyst. This right-angled tube-bend configuration results in trouble-free introduction of the spent catalyst into the center of the regenerator for uniform and thorough regeneration of the catalyst, maximizing catalyst activity for desired reactions for the production of light olefins.

Oksygenholdig gass, f.eks. luft, innføres i regeneratoren 120 gjennom inn-løpet 123 under laget 121 for å fluidisere laget og å oksidere koksavleiringer på Oxygen-containing gas, e.g. air, is introduced into the regenerator 120 through the inlet 123 below the layer 121 to fluidize the layer and to oxidize coke deposits on

katalysatorpartiklene ved forbrenning. Forbrenningsgassinnløpet 123 er represen-tativt for et flertall av slike fordelere slik at den oksygenholdige gass spres ensartet over hele lagarealet slik at den skal passe til fordelingen av den brukte katalysator fra utløpet 122. Den resulterende utløpsgass sendes gjennom sykloner for å sepa-rere alle katalysatorpartikler og deretter gjennom utløpet 128. the catalyst particles during combustion. The combustion gas inlet 123 is representative of a majority of such distributors so that the oxygen-containing gas is spread uniformly over the entire bed area so as to match the distribution of the spent catalyst from the outlet 122. The resulting outlet gas is passed through cyclones to separate all catalyst particles and then through outlet 128.

Regenererte (dvs. avkoksede) katalysatorpartikler blir så trukket ut gjennom ledningen 131 og strømmer ned gjennom det regenererte katalysatorfallrør 130 og via den regenererte katalysatortilførselsledning 133 inn i stigerørreaktoren 101. Ledningen 132 tjener som en åpning for å lette nedstrømningen av katalysatorpartiklene. Regenerated (i.e. decoked) catalyst particles are then drawn out through conduit 131 and flow down through regenerated catalyst downcomer 130 and via regenerated catalyst feed conduit 133 into riser reactor 101. Conduit 132 serves as an opening to facilitate the downward flow of the catalyst particles.

Med henvisning til fig. 3 illustreres en alternativ utførelsesform 200 av FCC systemet. Systemet 200 er lignende systemet 100 med unntagelse av at det inkluderer en andre stigerørreaktor 201. Initial tilførsel innføres i stigerørreaktoren 201 gjennom injektoren 202. Selekterte komponenter resirkulert fra den første passeringsomdannelse kan innføres i stigerørreaktoren 201 ved injektoren 203a. Regenerert katalysator fra det regenererte katalysatorfallrør 130 innføres i stigerørreak-toren 201 via den regenererte katalysatortilførselsledning 233. Effluenten fra stige-rørreaktoren 201 slipper ut ved toppen av stigerørreaktoren og innføres i en første syklon 211. Overløpet fra den første syklon innføres i en andre syklon 212. Faststoffene faller ned gjennom syklonfallrørene inn i avdrivningsregionen 114. Som beskrevet i det foregående er trykket inn i syklonene 211 og 212 mindre enn trykket i avdrivningsregionen 114. With reference to fig. 3, an alternative embodiment 200 of the FCC system is illustrated. System 200 is similar to system 100 except that it includes a second riser reactor 201. Initial feed is introduced into riser reactor 201 through injector 202. Selected components recycled from the first pass conversion may be introduced into riser reactor 201 at injector 203a. Regenerated catalyst from the regenerated catalyst downcomer 130 is introduced into the riser reactor 201 via the regenerated catalyst supply line 233. The effluent from the riser reactor 201 escapes at the top of the riser reactor and is introduced into a first cyclone 211. The overflow from the first cyclone is introduced into a second cyclone 212 The solids fall down through the cyclone downpipes into the stripping region 114. As described above, the pressure into the cyclones 211 and 212 is less than the pressure in the stripping region 114.

Med henvisning til fig. 5 illustreres der forholdet mellom propylenselektivitet og tilførselsomdannelse med parametere av hydrokarbonpartialtrykk. Grafen viser fordelen ved å operere FCC prosessen ved et lavere hydrokarbonpartialtrykk. For hydrokarbonpartialtrykket X, hvori X kan være i området fra omtrent 0,7 til omtrent 2,8 kg/cm<2>, kan det ses at en minsking av hydrokarbonpartialtrykket med 0,35 kg/cm<2>(X-O,35 kg/cm<2>) resulterer i dramatisk forbedret selektivitet til propylen. Det er følgelig et trekk ved oppfinnelsen å gjennomføre FCC prosessen ved et hydrokarbonpartialtrykk på ikke mer enn omtrent 0,7 kg/cm<2>, foretrukket ikke mer enn 0,5 kg/cm<2>og mer foretrukket ikke mer enn omtrent 0,35 kg/cm<2>. With reference to fig. 5 illustrates the relationship between propylene selectivity and feed conversion with parameters of hydrocarbon partial pressure. The graph shows the advantage of operating the FCC process at a lower hydrocarbon partial pressure. For the hydrocarbon partial pressure X, where X may range from about 0.7 to about 2.8 kg/cm<2>, it can be seen that a decrease in the hydrocarbon partial pressure of 0.35 kg/cm<2>(X-0.35 kg /cm<2>) results in dramatically improved selectivity to propylene. It is therefore a feature of the invention to carry out the FCC process at a hydrocarbon partial pressure of not more than about 0.7 kg/cm<2>, preferably not more than 0.5 kg/cm<2> and more preferably not more than about 0 .35 kg/cm<2>.

Mens den foregående beskrivelse inneholder mange spesifikke detaljer skal disse ikke betraktes som begrensninger for oppfinnelsen men snarere som ek-semplifiseringer av foretrukne utførelsesformer derav. De fagkyndige vil forutse mange utførelsesformer innenfor rammen og ideen for oppfinnelsen som definert ved de etterfølgende patentkrav. While the foregoing description contains many specific details, these should not be considered as limitations of the invention but rather as exemplifications of preferred embodiments thereof. Those skilled in the art will foresee many embodiments within the scope and idea of the invention as defined by the subsequent patent claims.

Claims

1. Process for fluid catalytic cracking of hydrocarbons, comprising: a) a primary feed of heavy hydrocarbons having five or more hydrocarbons is contacted with a fluidized particulate catalyst in a reaction zone under catalytic cracking conditions that include a temperature from 500°C to 600 °C, a pressure from 0.7 to 1.8 kg/cm<2>, a residence time from 0.5 seconds to 10.0 seconds and a hydrocarbon partial pressure from 0.2 kg/cm<2> to 0.7 kg /cm<2>, to convert at least some of the heavy hydrocarbons into light olefins having from 3 to 4 carbon atoms; b) a reaction mixture containing spent catalyst particles and a gas-forming stream containing the light olefins and other reaction products is fed to a cyclone separation system inside an enclosure/separation vessel directly connected to the reaction zone, at least part of said cyclone/separation system being positioned inside an inner space enclosed by a container, said inner space including a stripping region and an upper region in which at least part of the cyclone separation system is positioned, the cyclone separation system including at least one cyclone connected directly to the reaction zone and with an internal first pressure and where the said drift region has a second pressure, the internal first pressure being at least 0.0035 kg/cm<2>lower than the second pressure; c) the spent catalyst particles are separated from the gaseous fluid inside said at least one cyclone, the gaseous fluid being ejected as effluent from the separation container through an outlet opening and the said spent catalyst particles being transferred to the stripping region; d) the spent catalyst particles are brought into contact with a stripping gas to remove entrained hydrocarbons, said stripping gas with entrained hydrocarbons being moved through said at least one cyclone through the outlet opening, and transferring the catalyst particles which have been subjected to the stripping treatment to a regeneration zone for decoking, wherein the step of transferring the catalyst particles which have been subjected to the stripping treatment to the regeneration zone comprises passing the catalyst particles through a right angle pipe bend transfer conduit and decoking at least a portion of the stripped treated catalyst to provide regenerated catalyst, e) transferring at least a part of the regenerated catalyst to the reaction zone upstream of the injection point of the primary feed, and f) injecting at least one second feed component into said reaction zone separately from said primary feed, said second feed component ent comprises a recycled part of the effluent from the separation vessel, the said recycled part of the effluent having been separated from the effluent downstream of the separation vessel by means of fractional distillation, in which the second feed component comprises a hydrocarbon fraction which is lighter than the saturated hydrocarbons in the primary feed and which is introduced into the reaction zone through several points upstream from the position at which the primary feed is introduced.

2. Method according to claim 1, characterized by the catalyst comprises one or more zeolitic materials selected from the group consisting of USY, Zeolite X-type, Zeolite Y-type, ZSM-5, ZSM-11, ZSM-12, ZSM-23, ZSM-35, ZSM-38 and ZSM- 48.

3. Method according to claim 1, characterized by the primary feed comprises a petroleum fraction with a boiling range from 250 °C to 625 °C.

4. Method according to claim 1, characterized by the reaction zone comprises a vertically oriented riser reactor in which the primary feed enters the riser reactor at a position near a bottom portion of the riser reactor and exits the reaction zone at a top portion of the riser reactor.

5. Method according to claim 1, characterized by the regeneration zone includes a fluidized bed and that the stripping-treated catalyst particles are introduced near the center of the fluidized bed.

6. Method according to claim 5, characterized by the decoking step includes contacting the stripped-treated catalyst particles in the fluidized bed in the regeneration zone with an oxidizing gas.

7. Method according to claim 1, characterized by the transferred portion of regenerated catalyst is passed through a riser and recycled to the reaction zone.