BRPI0713183A2 - método para intensificar a conversão de uma corrente de alimentação parafìnica e método para produzir uma corrente de produto consistindo primariamente de olefinas leves - Google Patents

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Abstract

MéTODO PARA INTENSIFICAR A CONVERSãO DE UMA CORRENTE DE ALIMENTAçãO PARAFìNICA E MéTODO PARA PRODUZIR UMA CORRENTE DE PRODUTO CONSISTINDO PRIMARIAMENTE DE OLEFINAS LEVES. A produção de hidrocarbonetos leves consistindo de etileno, propileno, butilenos e de gasolina é aumentada introduzindo uma corrente de alimentação de nafta parafínica virgem derivada de uma fonte externa em um reator de fluxo descendente auxiliar que utiliza a mesma composiçao de catalisador que uma unidade de FCC adjacente para craquear a nafta e retirar a desejada corrente de produto de reação de hidrocarbonetos mais leves do reator de fluxo descendente e regenerar o catalisador no mesmo vaso de regeneração que é usado para regenerar o catalisador gasto da unidade de FCC. A eficiência da recuperação dos hidrocarbonetos mais leves desejados é maximizada limitando a corrente de alimentação ao reator de fluxo descendente para que nafta parafínica possa ser processada sob condições relativamente mais rigorosas, enquanto que minimizando a produção de sub-produtos indesejados e reduzindo a formação de coque sobre o catalisador.

Description

"MÉTODO PARA INTENSIFICAR A CONVERSÃO DE UMA CORRENTE DE ALIMENTAÇÃO PARAFíNICA E MÉTODO PARA PRODUZIR UMA CORRENTE DE PRODUTO CONSISTINDO PRIMARIAMENTE DE OLEFINAS LEVES".
Campo da invenção
Esta invenção refere-se a aumentar a produção de hidrocarbonetos mais leves, tais como etileno, propileno e os butilenos, e gasolina em conjunto com a operação de um processo de craqueamento catalítico fluidizado.
Antecedentes da invenção
Propileno é segundo em importância apenas para o etileno como bloco de construção de matérias-primas petroquímicas. Propileno tem tradicionalmente sido obtido como sub-produto do craqueamento por vapor para produzir etileno e de processos catalíticos fluidizados de refinaria para produzir gasolina. 0 crescimento projetado da demanda por propileno começou a exceder aquela de etileno de maneira tal que os processos existentes não conseguem satisfazer a demanda futura por propileno. Para atender à demanda futura do mercado por propileno, um processo de craqueamento de nafta parafínica poderá ser utilizado.
O craqueamento catalítico de naftas olefínicas é bem conhecido e correntemente praticado em todos os tipos de unidades de FCC processando uma variedade de matérias- primas. Nafta craqueada reciclada, naftas olefínicas de FCCf de viscorredutores ou coqueificadores são facilmente convertidas em propileno no tubo de subida do reator ("reactor riser") de FCC com a alimentação de matéria- prima básica. A gasolina produzida pela reciclagem é elevada em octano e aromáticos. Nenhum dos processos de FCC da técnica anterior poderá ser usado para craquear eficientemente nafta de destilação direta ("straight-run" naphtha) leve ("LSR") eficientemente sem significativas modificações.
O craqueamento catalítico fluidizado, ou de FCC, é um processo bem conhecido e amplamente praticado para converter hidrocarbonetos pesados, gasóleos e resíduos em frações de hidrocarboneto mais leves. Em termos gerais, o processo para o craqueamento de alimentações de matérias- primas de hidrocarbonetos se baseia no contato com partículas catalíticas aquecidas em uma zona de reação mantida a temperaturas e pressões apropriadas. Quando uma alimentação mais pesada contata o catalisador quente e é craqueado a produtos mais leves, depósitos carbonáceos, comumente referidos como coque, formam-se sobre o catalisador desativando-o. O catalisador desativado, ou gasto, é separado dos produtos craqueados, extraídos hidrocarbonetos removíveis e passado para um vaso de regeneração onde o coque é queimado do catalisador na presença de ar para produzir um catalisador substancialmente regenerado. Os produtos de combustão são removidos do vaso como gás de escape. O catalisador regenerado aquecido é então reciclado à zona de reação na unidade de FCC. Uma descrição geral do processo de FCC é provida na patente U.S. n° 5.372.704, a divulgação total da qual é aqui incorporada por referência.
Diversos métodos e equipamentos foram propostos para aumentar ou intensificar a produção de correntes de produto particulares da unidade de FCC. Em alguns casos, reatores auxiliares e outros vasos de tratamento foram providos para tratar uma fração ou corrente de produto de reação em particular. Em alguns casos, são providos reatores múltiplos, cada um com uma alimentação diferente, de maneira a derivar uma corrente de produto particularmente desejada.
Por exemplo, a patente U.S. n° 4.0 90.94 9 descreve um método para melhorar gasolinas olefínicas de baixa qualidade usando dois tubos de subida de reator, um dos quais recebe uma corrente de alimentação de gás típica, enquanto que o segundo é usado para craquear uma corrente de alimentação consistindo principalmente de gasolina olefínica de baixa qualidade. A temperatura do reator é de 450°F a 900°F e a proporção de catalisador para gasolina olefínica é na faixa de 1 a 40 com um tempo de residência de 1 a 10 segundos.
Um processo empregando zonas de craqueamento múltiplas ou em um leito fluidizado ou em reatores de tubos de subida paralelos é divulgado na patente U.S. n° 3.856.659. Em um aspecto deste processo integrado, uma alimentação de nafta parafínica de uma unidade de crus é misturada com nafta (olefínica) craqueada reciclada e alimentada a um dos reatores de tubos de subida. Temperaturas de reator típicas são de 900°F a 1.300°F e a proporção de catalisador/óleo é de 3 a 20 e o tempo de residência é de 1 a 10 segundos.
Um processo usando reatores fluidizados múltiplos separados com direção ascendente em linhas de transferência, ou tubos de subida alongados, é divulgado na patente U.S. n° 4.297.203. Matéria-prima de alimentação de nafta craqueada do primeiro reator de tubos de subida é recuperada e reciclada para um segundo tubo de subida juntamente com uma outra corrente de alimentação de hidrocarboneto. As temperaturas de reator são um tanto quanto mais baixas do que no exemplo anterior.
Um método para enriquecer ou craquear nafta virgem é divulgado na patente U.S. n° 4.830.728 usando um único catalisador do tipo zeólito Y, ou uma combinação de zeólito Y ZSM-5. Neste processo, etileno é misturado com nafta virgem no reator de tubos de subida. Este processo menciona melhorar nafta de destilação direta, que é misturada com material craqueado destilado e injetado em um reator tubo de subida ascendente separado. É aparentemente objetivo deste processo enriquecer a nafta em duas zonas de reação de tubos de subida com gasóleo e/ou resíduo cataliticamente craqueado no primeiro tubo de subida e etileno e reciclagem de nafta cataliticamente craqueada e/ou outra (s) nafta(s) cataliticamente craqueada (s) no segundo tubo de subida e em um reator fluidizado denso. Um método é descrito na patente U.S. n° 5.372.704 que emprega catalisador gasto em um reator de re-craqueamento para conversão limitada de nafta de FCC ou outra nafta olefínica termicamente produzida em produtos leves com um aumento na avaliação de octano do produto de nafta. As condições operacionais para este processo são relativamente brandas com temperaturas na faixa de 800°F a 1.100°F e um tempo de residência de 1 a 100 segundos. Uma reavaliação das divulgações das patentes discutidas acima, bem como outras fontes do estado da técnica, falharam em identificar um processo no qual uma corrente de alimentação de nafta parafínica virgem é craqueada em conjunto com uma unidade de FCC para produzir olefinas primariamente leves consistindo de etileno, propileno e butilenos, e gasolina.
Daí, é um objetivo da presente invenção prover um processo no qual uma corrente de alimentação de nafta parafínica virgem retirada como uma fração de uma fonte externa, tal como uma coluna de destilação atmosférica de crus, ou outra corrente de nafta altamente parafínica de um processo de extração, é adicionalmente craqueada de maneira a prover uma corrente de produto de reação leve. É um objetivo adicional da invenção prover um tal processo que possa ser eficientemente executado utilizando o mesmo catalisador empregado na unidade de FCC.
É ainda outro objetivo da presente invenção prover um novo processo para eficientemente craquear um material de alimentação de nafta parafínica para produzir uma corrente de processo de hidrocarboneto mais leve, consistindo de etileno, propileno, butilenos e gasolina, a qual corrente de produto de reação poderá ou ser recuperada separadamente e adicionalmente fracionada ou recuperar os componentes individuais ou combinados com uma corrente efluente da unidade de FCC para fracionamento adicional.
O termo "alimentação de nafta parafínica" deverá ser entendido como incluindo qualquer material de carregamento de hidrocarboneto fervendo na faixa de hidrocarbonetos de pentano (C5) até cerca de 450°F que contenha 4 0% a 80% em peso de componentes parafínicos com muito poucos componentes de olefina. Os componentes restantes serão naftenos, aromáticos e olefinas na ordem descendente de composição. Esta alimentação de nafta parafínica geralmente provém de crus ou de outras colunas de fracionamento atmosféricas que produzam hidrocarbonetos contendo parafínicos. Por exemplo, processos de hidrotratamento conhecidos na técnica de refino e petroquímica produzirão hidrocarbonetos parafínicos a partir de correntes de alimentação tipos olefínicas e aromáticas que possam ser usadas na prática da invenção. O termo "nafta parafínica" também será entendido como incluindo nafta de destilação direta leve ("LSR"), ou nafta virgem, tal como aquela obtida de uma unidade de destilação de crus, e também irá incluir correntes de naftas altamente parafínicas resultantes de processos de extração, todos as quais sendo conhecidas na técnica.
Sumário da invenção
Os objetivos acima bem como outras vantagens serão alcançadas pelo processo e equipamento melhorados da invenção onde um reator de catalisador fluidizado de fluxo descendente é adicionado como um sistema reator à operação da unidade de processo de FCC existente. 0 reator de fluxo descendente auxiliar utiliza o mesmo catalisador quente regenerado usado na unidade de FCC. 0 catalisador regenerado e uma corrente de alimentação de nafta parafínica virgem derivada de uma fonte que seja independente da unidade de FCC são introduzidos e criteriosamente misturados em uma porção superior do reator de fluxo descendente que está acima da zona de reação.
A mistura passa através da zona de reação com um tempo de residência de 0,1 segundo a 30 segundos, e preferivelmente em uma faixa de 0,2 a 2 segundos, onde a temperatura operacional é na faixa de 900°F a 1.200°F. A proporção de catalisador para nafta, também chamada de proporção também chamada de catalisador para óleo na zona de reação de 10 para 80 em peso, com uma faixa operacional preferida de 2 0 para 50 em peso. A determinação da proporção de catalisador para óleo é uma indicação de severidade operacional e é bem conhecida na técnica a sua determinação.
A operação eficiente deste processo é dependente da introdução de uma única corrente de alimentação consistindo de uma alimentação de nafta parafínica virgem. Os tempos de residência relativamente baixos e proporções de catalisador para óleo mais altas de 20 para 50 em peso são específicos para a corrente de alimentação de nafta parafínica virgem. A introdução de outros hidrocarbonetos na corrente de alimentação do reator de fluxo descendente secundário afetará adversamente os rendimentos dos desejados produtos de hidrocarbonetos mais leves.
O reator de fluxo descendente provê diversas vantagens incluindo a relativa facilidade de separar os desejados produtos finais dos outros componentes.
O processo melhorado da invenção poderá ser utilizado com unidades de FCC da técnica anterior, quer estas empreguem craqueamento em um esquema de tubos de subida segundo um fluxo ascendente ou descendente, ou craqueamento em leito para converter cataliticamente naftas nos desejados hidrocarbonetos mais leves.
Qualquer catalisador de FCC existente poderá ser empregado na prática do processo melhorado da invenção. Catalisadores de FCC típicos com ou sem aditivos de catalisadores são adequados para uso neste melhoramento de processo.
Breve descrição dos desenhos
O equipamento e o método da invenção serão descritos em mais detalhe abaixo e com referência aos desenhos em anexo, nos quais:
A Figura 1 é uma ilustração esquemática simplificada de um equipamento e um processo de FCC típicos da técnica anterior; e
A Figura 2 é uma ilustração esquemática simplificada de uma concretização do equipamento e processo da presente invenção.
Descrição detalhada das concretizações preferidas Conforme indicado acima, o método e o equipamento da presente invenção poderão ser empregados com qualquer número de unidades de processo de FCC conhecidos na técnica anterior. Com referência à figura 1, um processo de FCC da técnica anterior típico é ilustrado esquematicamente. O vaso reator (10) recebe a corrente de alimentação de hidrocarboneto, ou óleo 12 que é admitida na extremidade inferior do tubo de subida de reator 14 onde é misturada com catalisador fresco e/ou regenerado que é transferido por um conduto (22) . Para os propósitos desta ilustração e descrição esquemáticas simplificadas, os numerosos sensores de temperatura, válvulas, controladores eletrônicos e semelhantes que são costumeiramente empregados e são bem conhecidos daqueles medianamente entendidos no assunto não estão incluídos. Neste processo contínuo, a misturação de catalisador e corrente de alimentação do reator de FCC prossegue para cima através do tubo de subida para dentro de uma zona na qual a temperatura, pressão e tempo de residência são controlados novamente dentro de faixas que são convencionais e relacionadas com as características operacionais do(s) um ou mais catalisador(es) usado(s) no processo, a configuração do equipamento, o tipo e as características da matéria-prima de alimentação e uma variedade de outros parâmetros que são bem conhecidos daqueles medianamente entendidos no assunto e que não formam nenhuma parte da presente invenção. O produto de reação é retirado através de um conduto 16 para recuperação e/ou processamento adicional na refinaria. O catalisador gasto da unidade de FCC é retirado através da linha de transferência 18 para entrega em uma porção inferior de um vaso de regeneração 20, mais convenientemente localizado em uma vizinhança relativamente próxima da unidade de FCC 10. 0 catalisador gasto entrando através da linha de transferência 18 é contatado com pelo menos uma corrente de ar admitida através de um conduto 24 para combustão controlada de qualquer coque acumulado. Os gases de escape são removidos do regenerador através de um conduto 26, e a temperatura do catalisador regenerado é elevada para prover calor à reação de craqueamento endotérmica no vaso reator 10.
0 método da presente invenção será agora descrito com referência à figura 2. Será entendido que o reator 10 e o vaso de regeneração 2 0 incluem componentes comuns com aqueles descritos em conexão com a figura 1 e sua descrição e funcionamento não serão repetidos. Os novos componentes de equipamento e métodos de operação mostrados na figura 2 referem-se a um reator de fluxo descendente 30 que, quente, recebe catalisador regenerado através de uma linha de transferência que é introduzida em uma porção superior do vaso 30. Uma linha de alimentação 32 introduz uma corrente de alimentação de nafta parafínica de uma fonte diferente da unidade de FCC para misturação com o catalisador regenerado de entrada do regenerador 20. A mistura de nafta e catalisador passa para dentro de uma zona de reação 34 que é mantida a uma temperatura que varia de 900°F a 1.200°F. A proporção de catalisador para nafta é na faixa de 2 0 para 50 em peso.
0 tempo de residência da mistura na zona de reação é de cerca de 0,2 segundo a cerca de 2 segundos. Apesar de uma variedade de catalisadores poder ser usada no processo, ficará entendido que o mesmo catalisador usado na unidade de FCC principal também é empregada no craqueamento cataiítico da corrente de alimentação de nafta parafínica no reator de fluxo descendente 30. Na prática da invenção, é preferido que catalisadores de zeólitos tipo Y sejam usados isoladamente ou em combinação com catalisadores ZSM-5. Conforme será entendido por aqueles medianamente entendidos no assunto, aditivos de catalisadores poderão ser usados com qualquer um desses sistemas. A escolha do(s) sistema(s) catalisador(es) não forma uma parte desta invenção. Com referência contínua à figura 2, a corrente de produto de reação leve é recuperada pela linha 34. De acordo com o método da invenção, a corrente de produto de reação de hidrocarboneto leve contendo etileno, propileno, butilenos, gasolina, e quaisquer outros sub-produtos das reações de craqueamento, são retirados e poderão ou ser recuperados separadamente em uma seção de recuperação segregada (não mostrada) ou combinada com a corrente de produto de reação da unidade de FCC para fracionamento adicional e eventual recuperação.
Vapor de extração é admitido através de uma linha 3 6 para afastar quaisquer hidrocarbonetos removíveis do catalisador gasto. Esses gases são descarregados do reator de fluxo descendente 3 0 e introduzidos na porção superior de um vaso extrator 3 7 onde esses gases, ou vapores, combinados passam através de separadores de ciclone 3 9 e para fora do vaso extrator através da linha 34 para a recuperação de produto de acordo com métodos conhecidos na técnica.
O catalisador gasto do reator de fluxo descendente 30 é descarregado através da linha de transferência 40 e admitido na extremidade inferior do tubo pescador ("dip tube") ou tubo de subida elevador ("lift riser") 29 que se estende da porção inferior do regenerador de catalisador modificado 20. Nesta concretização, ar é introduzido abaixo da linha de transferência de catalisador gasto 40 na extremidade do tubo pescador ou tubo de subida elevador 29 através da linha de ar pressurizado 25. Uma descrição mais detalhada do funcionamento do reator de fluxo descendente secundário 30 é provido abaixo.
A configuração e seleção de materiais para o reator de fluxo descendente 30, bem como as características operacionais e parâmetros específicos serão dependentes das qualidades específicas e da taxa de fluxo da alimentação de nafta parafínica introduzida na linha de alimentação 32, que por sua vez será dependente da fonte de matéria-prima de alimentação. Condições operacionais mais detalhadas também são apresentadas abaixo.
Deverá ser entendido que a presente invenção compreende, em termos amplos, um método para produzir uma corrente de produto consistindo primariamente das olefinas leves etileno, propileno e butilenos, e de gasolina em conjunto com o processamento de uma matéria-prima de alimentação de petróleo em uma unidade de craqueamento catalítico fluidizado (FCC) contendo um catalisador de uma composição especificada, o FCC e alimentação de catalisador ao reator de fluxo descendente associado sendo regenerados do catalisador gasto, e o método incluindo as etapas de:
a. prover uma corrente de alimentação de nafta parafínica separada e direcioná-la para dentro de uma porção superior de um reator de fluxo descendente que esteja próximo da unidade de FCC;
b. introduzir catalisador regenerado do mesmo tipo usado na unidade de FCC para dentro do reator de fluxo descendente para mistura com a corrente de alimentação de nafta parafínica a uma proporção de catalisador para corrente de alimentação na faixa de 10 para 80 em peso;
c. passar a mistura de catalisador e nafta parafínica através de uma zona de reação no reator a jusante que é mantida a uma temperatura que varia de 900°F a 1.200°F durante um tempo de residência de 0,1 segundo a 5 segundos para craquear a nafta;
d. separar a corrente de produtos de reação contendo olefinas leves e gasolina do catalisador gasto;
e. recuperar a corrente de produto de reação; e f. passar o catalisador gasto do reator de fluxo descendente para um vaso de regeneração separado que também contenha catalisador gasto da unidade de FCC para regeneração e reciclar à unidade de FCC e ao reator de fluxo descendente.
Com referência contínua à figura 2, o catalisador regenerado quente a aproximadamente 1250°F a 1500°F é transferido para o vaso regenerador 2 0 do processo de FCC por meios convencionais, p.ex., através de um conduto ou cano descendentemente direcionado 28, comumente referido como uma linha de transferência ou coluna montante, até um poço de retirada ("withdrawal well") ou tremonha 31 no topo do reator de fluxo descendente, acima da zona de reação 33 onde o catalisador quente é permitido estabilizar de maneira a ficar uniformemente direcionado para dentro da zona de misturação ou porção de injeção de alimentação da zona de reação 33. Uma linha de estabilização de pressão 3 8 conecta o topo do poço de retirada 31 ao regenerador 2 0 existente.
A matéria-prima de alimentação de nafta é injetada na zona de misturação através de bicos injetores de alimentação 32a colocados na vizinhança imediata do ponto de introdução do catalisador regenerado no reator de fluxo descendente 30. Estes bicos injetores múltiplos 32a resultam no catalisador e o óleo misturarem completa e uniformemente. Uma vez que a matéria-prima de alimentação de nafta contate o catalisador quente, a reação de craqueamento ocorre. O vapor de reação de produtos craqueados de hidrocarbonetos e alimentação de nafta não reagida e mistura de catalisador flui rapidamente através do restante do reator de fluxo descendente e para dentro de uma seção de separação rápida 35 na porção de fundo do reator. O tempo de residência da mistura na zona de reação é controlado de acordo com equipamento e procedimentos conhecidos na técnica.
Caso necessário para controle de temperatura, uma injeção de resfriamento brusco ("quench injection") 50 é provida para a alimentação de nafta, nafta craqueada de reciclagem, ou outros hidrocarbonetos olefínicos leves próximo do fundo da zona de reação 33 imediatamente antes do separador. Esta injeção de resfriamento brusco reduz rapidamente ou interrompe as reações de craqueamento e poderá ser utilizada para controlar a severidade do craqueamento e permite flexibilidade processual adicional.
A temperatura de reação, i.é, a temperatura de saída do reator de fluxo descendente, é controlada abrindo ou fechando uma válvula de corrediça de catalisador (não mostrada) que controla o fluxo de catalisador regenerado do poço de retirada 31 para dentro da zona de misturação.
O calor requerido para a reação de craqueamento endotérmico é suprido pelo catalisador regenerado. Mudando a taxa de fluxo do catalisador regenerado quente, a severidade operacional ou condições de craqueamento poderá(ão) ser controlada(s) para produzir os desejados rendimentos em hidrocarbonetos olefínicos leves e gasolina.
O separador rápido 3 5 juntamente com a porção final do reator de fluxo descendente 30 estão alojados na seção superior de um grande vaso referido como o extrator de catalisador 37. O separador rápido direciona o vapor de reação e o catalisador diretamente para dentro da parte superior do vaso extrator 37.
A corrente de vapor do reator desloca-se para cima a partir da saída do separador rápido para dentro do extrator, combina com vapores de produtos de hidrocarboneto extraídos e gás de extração da seção de extração de catalisador deste vaso e passa através de meios de separação convencionais, tais como ciclones 39, que adicionalmente separam quaisquer partículas de catalisador arrastadas dos vapores. O catalisador do separador que é capturado nos ciclones é direcionado para o fundo do vaso extrator 3 7 através de um bocal de ciclone para descarga no leito do catalisador que foi recuperado de um separador rápido na seção de extração. Após o vapor combinado passar através dos ciclones e para fora do vaso extrator, ele é direcionado através de um conduto ou cano comumente referido como uma linha de vapor de reator 34 para uma seção de recuperação de produto convencional conhecida na técnica de FCC.
0 catalisador do separador rápido e bocal de ciclone escoa para a seção inferior do vaso reator extrator 37, que inclui uma seção extratora de catalisador para dentro da qual um gás de extração adequado, tal como vapor d'água, é introduzido através da linha de corrente 36. A seção de extração é provida com diversos defletores ou carregamento estruturado (não mostrado) sobre o qual fluindo para baixo passa contracorrentemente ao fluxo de gás de extração. O gás de extração fluindo para cima, que é tipicamente vapor d'água, é usado para "extrair" ou remover quaisquer hidrocarbonetos adicionais que permaneçam nos poros do catalisador ou entre partículas de catalisador.
O catalisador extraído é transportado pela corrente de ar de combustão 2 5 através de um tubo de subida elevador 2 9 que termina no regenerador 2 0 existente em um processo de FCC típico para queimar qualquer coque que seja produzido como um sub-produto do processo de craqueamento da nafta.
No regenerador, o calor produzido da combustão do sub- produto coque na primeira zona de reação (10 e 14) de um processo de craqueamento típico originado do craqueamento de hidrocarbonetos pesados e do craqueamento de nafta na zona 33 do reator de fluxo descendente 30 é transferido para o catalisador.
0 vaso regenerador 2 0 poderá ter qualquer design convencional anteriormente conhecido e poderá ser usado com o processo e a zona de reação de fluxo descendente melhorados desta invenção. 0 posicionamento do conduto do regenerador para o reator 28 ou linha de transferência de catalisador para o regenerador será tal a assegurar um fluxo uniforme e contínuo de uma quantidade substancial de catalisador regenerado que é necessária para alcançar os requisitos máximos de design do reator de fluxo descendente.
Os requisitos de catalisador para o processo da invenção poderão ser determinados em conjunto com qualquer catalisador convencionalmente usado em processos de FCC, p.ex., zeólitos, sílica-alumina, aditivos promotores de queima de monóxido de carbono, aditivos para craqueamento de fundos, aditivos promotores de olefinas leves, e quaisquer outros aditivos de catalisadores rotineiramente usados no processo de FCC. Os zeólitos de craqueamento preferidos no processo de FCC são zeólitos Y, REY, USY, e RE-USY.
Para potencial de craqueamento de nafta intensificado, um aditivo de catalisador preferivelmente conformado de maneira seletiva tipicamente usado no processo de FCC para produzir olefinas leves e aumentar a octanagem de gasolina de FCC é o cristal de zeólito ZSM-5 ou outro catalisador ou outra estrutura de catalisador tipo pentasil. Este aditivo ZSM-5 é misturado com zeólitos de catalisadores de craqueamento e estruturas de matriz em catalisadores de FCC convencionais e é preferivelmente usado no método da invenção para maximizar e otimizar o craqueamento de nafta parafínica no reator de fluxo descendente.
Uma vantagem particular desta invenção é uma intensificação de um processo de FCC existente para matérias-primas de hidrocarbonetos pesados de FCC típicas é na quantidade de coque produzida nessas reações de craqueamento. No craqueamento da nafta, a eficiência operacional unitária global é adversamente afetada pela quantidade limitada de coque produzida durante as reações de craqueamento. A quantidade de coque produzida não é suficiente para produzir suficiente durante a regeneração do catalisador para permitir que as reações de craqueamento da nafta parafínica ocorram no reator de fluxo descendente. Em comparação, o coque produzido durante o craqueamento de óleo pesado ou gasóleo no típico processo de FCC é mais do que adequado para prover o calor requerido ao reator de fluxo descendente. No método da invenção, este calor é transferido do regenerador para o reator de fluxo descendente pelo catalisador regenerado misturando os catalisadores gastos das duas fontes durante o processo de regeneração no vaso 20.
Uma vantagem adicional da presente invenção como uma melhoria dos processos de FCC existentes para co- processamento de nafta parafínica é que os produtos podem ser recuperados na seção de recuperação da unidade existente. A nafta parafínica não convertida poderá ser reciclada com a nafta olefínica no processo de FCC para produzir olefinas leves adicionais a partir do craqueamento da nafta ou para ou como um material para misturar em gasolina acabada. 0 processo tem a vantagem de prover para uma recuperação separada das naftas de cada reator para processamento adicional separado a jusante, com a alternativa de combinar as duas correntes para reciclagem parcial da unidade de FCC para misturação de gasolina.
Exemplos
Uma planta piloto em escala de bancada foi usada para determinar as condições operacionais para obter os desejados rendimentos de produto craqueando uma típica matéria-prima de nafta parafínica. Uma unidade de planta piloto típica foi usada para representar as condições de craqueamento no reator de fluxo descendente.
Nos exemplos a seguir, dois sistemas catalisadores são utilizados para demonstrar o potencial de craqueamento de nafta para produzir produtos de olefinas leves. Um catalisador era um típico catalisador de zeólito USY baixo teor de terras raras, baixa transferência de hidrogênio que está comercialmente disponível. O segundo sistema catalisador era o mesmo catalisador de craqueamento de zeólito USY misturado com um aditivo catalisador de craqueamento tipo de zeólito ZSM-5. A tabela a seguir sumariza os efeitos de variar o rigor do craqueamento mudando as temperaturas do reator na unidade piloto para ambos os sistemas catalisadores.
<table>table see original document page 17</column></row><table>
Conforme usado na tabela, o termo "Seletividade" é definido como a proporção da quantidade de um Componente particular para o Gás Total, p.ex., Propileno/Gás Total. Deverá ser entendido que as concretizações descritas aqui são ilustrativas da invenção e as diversas modificações poderão ser feitas por aqueles medianamente entendidos no assunto que estarão dentro da abrangência da invenção, que também deverá ser determinada pelas reivindicações a seguir.

Claims (20)

1. Método para intensificar a conversão de uma corrente de alimentação parafínica, derivada de uma unidade de destilação de crus, em uma corrente de produto de hidrocarboneto mais leve consistindo de etileno, propileno, butilenos e gasolina, caracterizado pelo fato de compreender: a. direcionar uma corrente de alimentação de nafta parafínica separada para dentro do topo de um reator de fluxo descendente que contenha catalisador fresco ou regenerado da mesma composição que o catalisador usado em uma unidade de FCC com a qual o reator de fluxo descendente esteja associado; b. introduzir o óleo pesado através de uma pluralidade de bicos injetores para dentro de uma zona de misturação e para contato com um fluxo controlado de catalisador quente para prover uma mistura uniforme; c. operar o reator de fluxo descendente com um tempo de residência da corrente de alimentação na zona de reação de 0,1 segundo a 5 segundos a uma temperatura de operação na faixa de 900°F a 1.200°F e com uma proporção de catalisador para corrente de alimentação na faixa de 20 para 80 em peso para produzir um produto de reação mais leve para craquear a corrente de alimentação de nafta parafínica; d. separar a corrente de produto de reação de hidrocarboneto mais leve produzido no processo de craqueamento do catalisador gasto em uma seção de separação rápida que está situada a jusante da zona de reação; e e. recuperar a corrente de produto de reator de hidrocarbonetos mais leves.
2. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de incluir combinar e entremear o catalisador gasto do reator de fluxo descendente com catalisador gasto da unidade de FCC e regenerar os catalisadores gastos combinados para reuso na unidade de FCC e no reator de fluxo descendente.
3. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o reator de fluxo descendente ser operado com um tempo de residência de corrente de alimentação na faixa de 0,2 segundo a 2 segundos.
4. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a proporção de catalisador para corrente de alimentação ser na faixa de 20 para 50 em peso.
5. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente de produto de reação de hidrocarbonetos mais leves do reator de fluxo descendente ser submetida a fracionamento.
6. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente de produto de reação de hidrocarbonetos mais leves do reator de fluxo descendente ser combinada com uma corrente efluente da unidade de FCC para fracionamento.
7. Método, de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de ser operado continuamente.
8. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de a corrente de produto de reação de hidrocarboneto ser separada do catalisador gasto por um processo por separador de ciclone.
9. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de incluir aplicar um fluido de resfriamento brusco ao produto de reação e catalisador abaixo da zona de reação.
10. Método, de acordo com a reivindicação I7 caracterizado pelo fato de incluir extrair o catalisador gasto a jusante da zona de reação.
11. Método para produzir uma corrente de produto consistindo primariamente de olefinas leves, etileno, propileno e butilenos, e de gasolina em conjunto com o processamento de uma matéria-prima de petróleo em uma unidade de craqueamento catalítico fluidizado (FCC) contendo um catalisador de composição especificada, a alimentação de catalisado de FCC sendo gerada por catalisador gasto, caracterizado pelo fato de compreender: a. introduzir uma corrente de alimentação de nafta parafínica separada para dentro do uma porção superior de um reator de fluxo descendente que esteja próxima à unidade de FCC; b. introduzir um fluxo controlado de catalisador regenerado quente do mesmo tipo usado na unidade de FCC para dentro de uma zona de misturação do reator de fluxo descendente juntamente com a corrente de alimentação de óleo pesado que é injetado para dentro da zona de misturação através de uma pluralidade de bicos para misturar com o catalisador a uma proporção de catalisador para a corrente de alimentação na faixa de 10 para 80 em peso; c. passar a mistura de catalisador e nafta parafínica através de uma zona de reação no reator de fluxo descendente que é mantido a uma temperatura na faixa de 900°F a 1.200°F e por um tempo de residência de 0,1 segundo a 5 segundos; d. separar a corrente de produto de reação de olefinas leves e gasolina do catalisador gasto em uma seção de separação rápida do reator que está a jusante da zona de reação; e. recuperar a corrente de produto de reator de etileno, propileno e butilenos, e gasolina; e f. passar o catalisador gasto do reator de fluxo descendente para um vaso de regeneração separado que também contenha catalisador gasto da unidade de FCC para regeneração.
12. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de o reator de fluxo descendente ser operado com um tempo de residência na faixa de 0,2 segundo a 2 segundos.
13. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de a proporção de catalisador para corrente de alimentação ser na faixa de 20 para 50 em peso.
14. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de a corrente de produto de reação recuperado do reator de fluxo descendente ser combinada com uma corrente efluente da unidade de FCC para fracionamento.
15. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de a corrente de produto de reação recuperado do reator de fluxo descendente ser submetida a fracionamento.
16. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o fluxo de catalisador quente para dentro da zona de misturação do reator de fluxo descendente ser ajustado de maneira a controlar a temperatura na zona de reação.
17. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de o fluxo de catalisador quente para dentro da zona de misturação do catalisador de fluxo descendente ser ajustado para controlar a temperatura na zona de reação.
18. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de incluir estabilizar a temperatura do catalisador quente antes da sua introdução controlada na zona de misturação do reator.
19. Método, de acordo com a reivindicação 11, caracterizado pelo fato de incluir estabilizar a temperatura do catalisador quente antes da sua introdução controlada na zona de misturação do reator.
20. Método, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de o catalisador gasto ser recuperado da seção de separação e ser separadamente retornado a um regenerador onde é misturado com o catalisador da unidade de FCC.
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WO (1) WO2008008527A2 (pt)

Families Citing this family (48)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US8137631B2 (en) * 2008-12-11 2012-03-20 Uop Llc Unit, system and process for catalytic cracking
US8889076B2 (en) * 2008-12-29 2014-11-18 Uop Llc Fluid catalytic cracking system and process
US20120012504A1 (en) * 2009-03-27 2012-01-19 Hideki Minami Method for producing aromatic hydrocarbons
JP4837114B2 (ja) 2010-03-26 2011-12-14 千代田化工建設株式会社 芳香族炭化水素の製造方法および芳香族炭化水素の製造プラント
EP2591071B1 (en) 2010-07-08 2018-12-12 Indian Oil Corporation Ltd. Upflow regeneration of fcc catalyst for multi stage cracking
WO2013016660A1 (en) * 2011-07-27 2013-01-31 Saudi Arabian Oil Company Fluidized catalytic cracking of paraffinic naphtha in a downflow reactor
NO2737022T3 (pt) 2011-07-29 2018-03-03
US9096806B2 (en) * 2012-03-20 2015-08-04 Saudi Arabian Oil Company Integrated hydroprocessing and fluid catalytic cracking for processing of a crude oil
US9452404B2 (en) * 2012-07-12 2016-09-27 Lummus Technology Inc. Fluid cracking process and apparatus for maximizing light olefins or middle distillates and light olefins
CN104903427B (zh) * 2012-10-19 2018-01-02 沙特阿拉伯石油公司 高强度催化裂化原油的方法
JP6560087B2 (ja) * 2015-09-30 2019-08-14 ルネサスエレクトロニクス株式会社 半導体装置および半導体装置の製造方法
US10851316B2 (en) 2017-01-04 2020-12-01 Saudi Arabian Oil Company Conversion of crude oil to aromatic and olefinic petrochemicals
US10844296B2 (en) 2017-01-04 2020-11-24 Saudi Arabian Oil Company Conversion of crude oil to aromatic and olefinic petrochemicals
US11208599B2 (en) 2017-05-10 2021-12-28 Sabic Global Technologies B.V. Process for catalytic cracking of naphtha using radial flow moving bed reactor system
US10870802B2 (en) 2017-05-31 2020-12-22 Saudi Arabian Oil Company High-severity fluidized catalytic cracking systems and processes having partial catalyst recycle
US10781377B2 (en) * 2017-11-30 2020-09-22 Uop Llc Process and apparatus for cracking hydrocarbons to lighter hydrocarbons
US10889768B2 (en) 2018-01-25 2021-01-12 Saudi Arabian Oil Company High severity fluidized catalytic cracking systems and processes for producing olefins from petroleum feeds
US11905467B2 (en) 2018-09-06 2024-02-20 Sabic Global Technologies B.V. Process for catalytic cracking of naphtha using multi-stage radial flow moving bed reactor system
US11193072B2 (en) 2019-12-03 2021-12-07 Saudi Arabian Oil Company Processing facility to form hydrogen and petrochemicals
US11572517B2 (en) 2019-12-03 2023-02-07 Saudi Arabian Oil Company Processing facility to produce hydrogen and petrochemicals
US11680521B2 (en) 2019-12-03 2023-06-20 Saudi Arabian Oil Company Integrated production of hydrogen, petrochemicals, and power
US11426708B2 (en) 2020-03-02 2022-08-30 King Abdullah University Of Science And Technology Potassium-promoted red mud as a catalyst for forming hydrocarbons from carbon dioxide
US11279891B2 (en) 2020-03-05 2022-03-22 Saudi Arabian Oil Company Systems and processes for direct crude oil upgrading to hydrogen and chemicals
US11492255B2 (en) 2020-04-03 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Steam methane reforming with steam regeneration
US11420915B2 (en) 2020-06-11 2022-08-23 Saudi Arabian Oil Company Red mud as a catalyst for the isomerization of olefins
US11495814B2 (en) 2020-06-17 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Utilizing black powder for electrolytes for flow batteries
US11583824B2 (en) 2020-06-18 2023-02-21 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reformer
US11999619B2 (en) 2020-06-18 2024-06-04 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reactor
US12000056B2 (en) 2020-06-18 2024-06-04 Saudi Arabian Oil Company Tandem electrolysis cell
US11492254B2 (en) 2020-06-18 2022-11-08 Saudi Arabian Oil Company Hydrogen production with membrane reformer
US11352575B2 (en) 2020-09-01 2022-06-07 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize hydrotreating of cycle oil
US11332680B2 (en) 2020-09-01 2022-05-17 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of lesser and greater boiling point fractions with steam
US11505754B2 (en) 2020-09-01 2022-11-22 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products from atmospheric residues
US11242493B1 (en) 2020-09-01 2022-02-08 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing crude oils to form light olefins
US11434432B2 (en) 2020-09-01 2022-09-06 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a greater boiling point fraction with steam
US11230672B1 (en) 2020-09-01 2022-01-25 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking
US11230673B1 (en) 2020-09-01 2022-01-25 Saudi Arabian Oil Company Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a lesser boiling point fraction with steam
US11724943B2 (en) 2021-01-04 2023-08-15 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via dry reforming
US11427519B2 (en) 2021-01-04 2022-08-30 Saudi Arabian Oil Company Acid modified red mud as a catalyst for olefin isomerization
US11820658B2 (en) 2021-01-04 2023-11-21 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via autothermal reforming
US11718522B2 (en) 2021-01-04 2023-08-08 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via bi-reforming
US11814289B2 (en) 2021-01-04 2023-11-14 Saudi Arabian Oil Company Black powder catalyst for hydrogen production via steam reforming
US12258272B2 (en) 2021-08-12 2025-03-25 Saudi Arabian Oil Company Dry reforming of methane using a nickel-based bi-metallic catalyst
US11718575B2 (en) 2021-08-12 2023-08-08 Saudi Arabian Oil Company Methanol production via dry reforming and methanol synthesis in a vessel
US11578016B1 (en) 2021-08-12 2023-02-14 Saudi Arabian Oil Company Olefin production via dry reforming and olefin synthesis in a vessel
US11787759B2 (en) 2021-08-12 2023-10-17 Saudi Arabian Oil Company Dimethyl ether production via dry reforming and dimethyl ether synthesis in a vessel
US11617981B1 (en) 2022-01-03 2023-04-04 Saudi Arabian Oil Company Method for capturing CO2 with assisted vapor compression
US12018392B2 (en) 2022-01-03 2024-06-25 Saudi Arabian Oil Company Methods for producing syngas from H2S and CO2 in an electrochemical cell

Family Cites Families (45)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3424672A (en) 1967-01-09 1969-01-28 Phillips Petroleum Co Fluid catalytic stripping
US3542667A (en) * 1968-03-21 1970-11-24 Foster Wheeler Corp Process for the production of aromatic and olefinic hydrocarbons
US3784463A (en) * 1970-10-02 1974-01-08 Texaco Inc Catalytic cracking of naphtha and gas oil
US3776838A (en) * 1970-10-02 1973-12-04 Texaco Inc Catalytic cracking of naphthas
US3856659A (en) * 1972-12-19 1974-12-24 Mobil Oil Corp Multiple reactor fcc system relying upon a dual cracking catalyst composition
US4051013A (en) * 1973-05-21 1977-09-27 Uop Inc. Fluid catalytic cracking process for upgrading a gasoline-range feed
US3928172A (en) * 1973-07-02 1975-12-23 Mobil Oil Corp Catalytic cracking of FCC gasoline and virgin naphtha
US4090949A (en) * 1974-07-31 1978-05-23 Mobil Oil Corportion Upgrading of olefinic gasoline with hydrogen contributors
US4097363A (en) * 1976-07-12 1978-06-27 Gulf Research & Development Company Thermal cracking of light gas oil at high severity to ethylene
US4116814A (en) * 1977-07-18 1978-09-26 Mobil Oil Corporation Method and system for effecting catalytic cracking of high boiling hydrocarbons with fluid conversion catalysts
US4297203A (en) * 1980-04-14 1981-10-27 Standard Oil Company (Indiana) Apparatus for the catalytic cracking of hydrocarbons
US4310489A (en) * 1980-08-14 1982-01-12 Standard Oil Company (Indiana) Apparatus for the catalytic cracking of hydrocarbons
US4385985A (en) * 1981-04-14 1983-05-31 Mobil Oil Corporation FCC Reactor with a downflow reactor riser
US4693808A (en) * 1986-06-16 1987-09-15 Shell Oil Company Downflow fluidized catalytic cranking reactor process and apparatus with quick catalyst separation means in the bottom thereof
US4830728A (en) * 1986-09-03 1989-05-16 Mobil Oil Corporation Upgrading naphtha in a multiple riser fluid catalytic cracking operation employing a catalyst mixture
US4814067A (en) * 1987-08-11 1989-03-21 Stone & Webster Engineering Corporation Particulate solids cracking apparatus and process
US5049360A (en) * 1988-01-19 1991-09-17 Mobil Oil Corporation Multi-stage conversion of alkanes to gasoline
US5053204A (en) * 1988-12-30 1991-10-01 Mobil Oil Corporation Multiple feed point catalytic cracking apparatus using elutriable catalyst mixture
US5372704A (en) * 1990-05-24 1994-12-13 Mobil Oil Corporation Cracking with spent catalyst
FR2667609B1 (fr) * 1990-10-03 1993-07-16 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de craquage catalytique en lit fluide a courant descendant.
US5314610A (en) * 1992-05-29 1994-05-24 Abb Lummus Crest Inc. Staged catalytic cracking process
US5435906A (en) * 1992-08-20 1995-07-25 Stone & Webster Engineering Corporation Process for catalytically cracking feedstocks paraffin rich comprising high and low concarbon components
CN1089641A (zh) * 1992-08-20 1994-07-20 史东及韦伯斯特工程公司 含高和低康拉逊残炭组分的富石蜡原料的催化裂化方法
US5584986A (en) * 1993-03-19 1996-12-17 Bar-Co Processes Joint Venture Fluidized process for improved stripping and/or cooling of particulate spent solids, and reduction of sulfur oxide emissions
US5582712A (en) * 1994-04-29 1996-12-10 Uop Downflow FCC reaction arrangement with upflow regeneration
JP3580518B2 (ja) * 1996-06-05 2004-10-27 新日本石油株式会社 重質油の流動接触分解法
FR2753454B1 (fr) * 1996-09-18 1999-06-04 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de craquage catalytique descendant mettant en oeuvre l'injection d'une charge sous un angle adequat sur un catalyseur conditionne
US5904837A (en) * 1996-10-07 1999-05-18 Nippon Oil Co., Ltd. Process for fluid catalytic cracking of oils
US6045690A (en) * 1996-11-15 2000-04-04 Nippon Oil Co., Ltd. Process for fluid catalytic cracking of heavy fraction oils
US5846403A (en) * 1996-12-17 1998-12-08 Exxon Research And Engineering Company Recracking of cat naphtha for maximizing light olefins yields
US6187272B1 (en) * 1997-03-13 2001-02-13 Nippon Mitsubishi Oil Corporation Recycling fluidization system
JP3933745B2 (ja) * 1997-03-14 2007-06-20 新日本石油株式会社 気固分離器
US5965012A (en) * 1997-12-05 1999-10-12 Uop Llc FCC process with short primary contacting and controlled secondary contacting
US6113776A (en) * 1998-06-08 2000-09-05 Uop Llc FCC process with high temperature cracking zone
FR2785907B1 (fr) * 1998-11-13 2001-01-05 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant des reacteurs a ecoulements descendant et ascendant
FR2802211B1 (fr) * 1999-12-14 2002-02-01 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant en parallele au moins un reacteur a ecoulement ascendant et au moins un reacteur a ecoulement descendant
US20010042702A1 (en) * 2000-04-17 2001-11-22 Stuntz Gordon F. Cycle oil conversion process
FR2811327B1 (fr) * 2000-07-05 2002-10-25 Total Raffinage Distribution Procede et dispositif de craquage d'hydrocarbures mettant en oeuvre deux chambres reactionnelles successives
US6656346B2 (en) * 2001-06-07 2003-12-02 King Fahd University Of Petroleum And Minerals Fluid catalytic cracking process for heavy oil
US6866771B2 (en) * 2002-04-18 2005-03-15 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with catalyst recycle
WO2003090918A1 (en) * 2002-04-26 2003-11-06 China Petroleum & Chemical Corporation Downflow catalytic cracking reactor and use thereof
IN218845B (pt) * 2002-08-29 2008-06-06 Albemarle Netherlands Bv
US7087154B2 (en) * 2002-12-30 2006-08-08 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Apparatus and process for downflow fluid catalytic cracking
US7144498B2 (en) * 2004-01-30 2006-12-05 Kellogg Brown & Root Llc Supercritical hydrocarbon conversion process
KR20070056090A (ko) * 2004-08-10 2007-05-31 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 원료로 중간 증류 제품 및 저급 올레핀을 만드는방법 및 장치

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