JP3553311B2

JP3553311B2 - Method for catalytic cracking of hydrocarbon oil

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Publication number: JP3553311B2
Application number: JP08237197A
Authority: JP
Inventors: 健（かわかつけん）川勝; 優一郎（ふじやまゆういちろう）藤山
Original assignee: Petroleum Energy Center PEC
Current assignee: Japan Petroleum Energy Center JPEC
Priority date: 1997-03-14
Filing date: 1997-03-14
Publication date: 2004-08-11
Anticipated expiration: 2017-03-14
Also published as: JPH10251664A

Description

【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は粉粒体状の固体を流動接触分解溶媒として用いて、下降流型反応器で反応気体としての炭化水素油に分解反応を行わせる炭化水素質油の接触分解方法に関する。
【０００２】
【従来の技術】
重質油等の炭化水素質油を接触分解する場合に用いられる等、粉粒子状の固体を触媒または熱媒体として使用し、反応物気体と接触させる反応系は古くから知られている。このような流動床式反応器の中には濃厚流動層（気泡流動層）を用いるもの、高速移動層（高速流動層）を用いるものなどがある。固体と気体の接触時間を短くする必要のある反応では高速移動層が用いられる。現在重質油などの流動接触分解によるガソリンの製造装置ではライザーと呼ばれる上昇流型高速移動層反応器が主流となっている。これはガソリン等の好ましい生成物の選択性を上げるために触媒性能の向上とともに接触時間を短くして好ましくない過分解などの反応を抑制するようになったためである。
【０００３】
しかし、ライザー型の反応装置では逆混合という問題が発生する。逆混合とは上昇する混合流に対して重力が下向きに作用することにより気体または固体の一部が本来の流れとは逆方向に運動する現象である。このような気体の逆混合が起こると気体のある部分は接触時間が短くなりすぎ十分に反応しないまま反応器から抜き出され、気体の他のある部分は接触時間が長くなりすぎ過分解等の好ましくない反応がおき、生成物の品質劣化を招く。また、固体の逆混合がおきると固体の一部は劣化した状態で反応器内に長く留まることになり反応の効率が低下する。
【０００４】
これを回避するために近年は下降流型反応器を用いるようになっている。例えば、最近では特開平４−２６１４９４、米国特許５，４６２，６５２、米国特許４，３８５，９８５、日本特許第２５２３３２５号等において下降流型反応器を用いたシステムが紹介されている。これら提案は充分に接触時間を短くし、かつ固体や気体の逆混合を防いで生成物の選択性をより良くするとことを意図したものである。しかしながらこれらの技術は反応と再生を連続的に行う循環流動層システム全体としてみたときには未だ問題を含んでいる。これらの問題は下降流型反応器で固体を下に落下させた後、再生して再度反応に供するため、いかに効率よく固体を元の高さに戻すかという点で充分な成果が得られていないことに起因している。
【０００５】
例えば上掲の特開平４−２６１４９４では再生後の触媒を移送用気体によって反応器入口の高さにまで持ち上げているが、この場合触媒を燃焼して再生する空気の他に触媒をリフトアップするための移送用媒体としての気体が必要となりブロアーの能力が過大となる、装置の構造が複雑になるなど経済的に好ましくない。米国特許５，４６２，６５２も同様で触媒を再生するのに必要な空気以外に触媒をリフトアップするための移送用媒体としての気体を必要とするという難点がある。
【０００６】
また、米国特許４，３８５，９８５では上昇流型再生装置により燃焼用空気を用いて触媒のリフトアップも行うという手法が見られる。しかしこの手法も以下の点でその活用は実際には難しい。すなわち触媒をリフトアップするためにはその仕事量の代償として圧力損失が発生し、その結果再生用空気導入口は圧力が高くなるが、その圧力はストリッピング装置に形成された触媒の濃厚層の静圧で押さえる必要があるという点を見落としているということである。ストリッピング装置の触媒濃厚層の静圧より再生用空気導入口の圧力が高くなると燃焼用空気がストリッピング装置側に逆流し触媒循環ができなくなる。言い換えればストリッピング装置出口より再生装置入口の方が圧力が高くなりストリッピング装置から再生装置へ触媒が流れなくなる。
【０００７】
これに対応すべくストリッピング装置の濃厚層高さを大きくすればストリッピング装置側の静圧も大きくなるが、その場合触媒をリフトアップしなければならない距離も大きくなり、その結果触媒リフトアップに伴う圧力損失も大きくなるため解決とならない。かといってストリッピング装置側の圧力を高くすると、ストリッピング装置は触媒循環の流れを遡ると反応器を介して再生装置の上部に接続しており、ストリッピング装置の圧力を高くすれば再生装置の上部圧力も高くなり、従って再生装置下部の再生用空気導入口の圧力も高くなるという堂々めぐりになってしまう。燃焼用空気の吹き込み量を大きくすれば再生装置内の触媒密度が小さくなり、圧力損失も小さくなるが使用する空気量が大きくなり経済的に好ましくない。また、日本特許第２５２３３２５号も再生装置下部から再生用空気を導入して、反応器入口高さまで触媒を持ち上げようとしている点で同じ問題を含んでいる。
【０００８】
このように下降流反応器を用いた循環流動層反応システムにおいては使用する空気などの量を最小にしつつ、反応器、ストリッピング装置、再生装置、再び反応器という循環サイクルで圧力バランスを保つにはかなりの困難を伴う。固体の循環量の大きい装置では固体をリフトアップするために必要な動力が大きいため特に困難である。
【０００９】
短接触時間で好ましい生成物の選択性を上げることをねらいとするプロセスでは接触時間をなるべく短くするとともに高転化率を維持するために高混合比を用いることが多く、そのような背景から循環流動層反応システムとして、構造が単純かつ固体の移送用気体が不要であり、固体をスムーズに循環させるための圧力バランス維持が容易なシステムがこれを活用する接触分解方法とともに求められていた。
【００１０】
【発明が解決しようとする課題】
本発明は上述した如き背景に鑑みてなされたもので、構造が単純かつ、固体の移送用気体が不要であり、固体をスムーズに循環させるための圧力バランス維持が容易との利点を備えた下降流型反応器を含む循環流動層反応システムを用いることで低ランニングコストで高品位な炭化水素質油の接触分解方法を提供することを目的としたものである。
【００１１】
【課題を解決するための手段】
上記課題解決のために、重質油などの炭化水素油とシリカアルミナ等で構成された流動接触分解触媒と下降流接触させる本発明の接触分解方法では、
（イ）上方から前記流動接触分解触媒(ct)が供給される垂直下降流型移動層反応器(12)と、（ロ）前記垂直下降流型移動層反応器(12)に下方に後続するストリッピング用不活性ガスの空塔速度が０．０３〜０．７ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型ストリッピング装置(13)と、
（ハ）濃厚流動層型再生装置(14)であって前記ストリッピング装置(13)からの流動接触分解触媒(ct)が導入される導入口が装置高さの１／２より高い部分で、
前記ストリッピング装置(13)からの前記導入口における圧力を（Ｐ）、
当該濃厚流動層型再生装置(14)の塔頂圧を（ＰT ）、
当該濃厚流動層型再生装置(14)の塔底圧を（ＰB ）、
としたときに
Ｐ≦（ＰT ＋ＰB ）／２
となる位置に接続され且つ再生用空気の空塔速度が０．１〜１．５ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型再生装置(14)と、
（ニ）前記濃厚流動層型再生装置(14)の上部に接続されて該濃厚層型再生装置内の流動接触分解触媒および再生用空気を全量受け入れて上端部を経て前記流動接触分解触媒(ct)を前記垂直下降流型移動層反応器(12)へと循環供給させるための再生用空気の空塔速度が２〜２０ｍ／ｓに設定された中高速稀薄移動層からなる上昇流型再生装置(15)、
とを用いる。
【００１２】
或いは、（イ）上方から前記流動接触分解触媒(ct)が供給される垂直下降流型移動層反応器(12)と、
（ロ）前記垂直下降流型移動層反応器(12)に下方に後続するストリッピング用不活性ガスの空塔速度が０．０３〜０．７ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型ストリッピング装置(13)と、
（ハ´）濃厚流動層型再生装置(14)であって前記ストリッピング装置(13)からスタンドパイプ(26 ´) を介して導入される流動接触分解触媒(ct)が導入される導入口が装置高さの１／２より低い部分で、
前記ストリッピング装置(13)からの前記導入口における圧力を（Ｐ）、
当該濃厚流動層型再生装置(14)の塔頂圧を（ＰT ）、
当該濃厚流動層型再生装置(14)の塔底圧を（ＰB ）、
としたときに
Ｐ＞（ＰT ＋ＰB ）／２
となる位置に接続され且つ再生用空気の空塔速度が０．１〜１．５ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型再生装置(14)と、前記ストリッピング装置(13)からの流動接触分解触媒(ct)が導入口が装置高さの１／２より低い部分に接続された且つ再生用空気の空塔速度が０．１〜１．５ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型再生装置(14)と、
（ニ）前記濃厚流動層型再生装置(14)の上部に接続されて該濃厚層型再生装置内の流動接触分解触媒および再生用空気を全量受け入れて上端部を経て前記流動接触分解触媒(ct)を前記垂直下降流型移動層反応器(12)へと循環供給させるための再生用空気の空塔速度が２〜２０ｍ／ｓに設定された中高速稀薄移動層からなる上昇流型再生装置(15)、
とを用いる。

【００１３】
また、上述各方法において、前記垂直下降流型高速移動層反応器（１２）における接触時間を０．１〜２．０秒、触媒／油比が１０〜５０、該反応器出口における温度を５３０〜７００℃に設定するとともに、導入される触媒／油比を１０〜５０とすることで目的を達成する。
【００１４】
【発明の実施の形態】
本発明に係る接触分解システムにおいては下降流型反応器の下にストリッピング装置を配置し、ストリッピング用不活性ガスの空塔速度を低く制御することにより、ストリッピング装置内の濃厚流動層の静圧をなるべく大きくしている。また再生装置には濃厚流動層型再生装置とその上部に接続された中高速移動層の上昇流型再生装置を組み合わせることにより再生用空気を固体をリフトアップするための移送用媒体としても利用している。この方法により小さな圧力損失で固体を装置の上部までリフトアップすることができる。更にストリッピング装置から濃厚流動層型再生装置への触媒の導入を該再生装置内の触媒の静圧により圧力の高くなっている該濃厚流動層型再生装置の下部を避け、該濃厚流動層型再生装置の上部に導入する。そして本発明方法ではこのようなシステムを用いて、システム各部夫々で所定条件を保って炭化水素質油の接触分解を行う。以上のような工夫をすることにより、単純化されたフローで固体輸送用のための気体を余分に供給する必要もなく、また装置全体の高さを大きくすることもなく圧力バランスをとって固体の循環を確立することが可能となり好適な炭化水素質油の接触分解が行いうる。そして本発明方法では上述システムを用いて、システム各部夫々で所定条件を保って炭化水素質油の接触分解が可能となる。
【００１５】
或いは別な接触分解システムとして該ストリッピング装置から該濃厚流動層型再生装置への固体導入管の一部をスタンドパイプとすることにより、スタンドパイプ内の固体の静圧を利用して該濃厚流動層型再生装置下部の圧力の高い部分に該ストリッピング装置からの固体を導入する装置を用いる。この方法にても上述態様と同等の好適な炭化水素質油の接触分解を行うことができる。
【００１６】
〔実施例〕本発明方法を実施例をあげ図面に沿って説明する。第１図に本発明に用いる反応システムの典型的な接続例を示す。以下、システムの構成とシステム各部の条件を合わせた本発明方法の実施例について詳述する。
このシステムでは周知の垂直下降流型高速移動層反応器（１２）において上方から供給される接触分解触媒として例えばシリカアルミナ等の粉粒体状の固体を用いて重質油などの炭化水素油を分解反応させている。反応器（１２）に接続された分離器（１０）で生成物気体が分離されライン（２４）を通って系外へ抜き出されるようになっている。触媒である粉粒体状の固体が垂直下降流型高速移動層反応器（１２）、ストリッピング装置（１３）、濃厚流動層型再生装置（１４）、中高速移動層上昇流型再生装置（１５）（以下ライザー再生装置と称する）、フィードホッパー（１６）、そして再び反応器（１２）の順番に系内を循環している。なお、原料である炭化水素はライン（２２）を通ってインジェクター（１８）に供給される。原料は気体あるいは液体であるが、液体である場合はインジェクター（１８）により固体と混合された時点でそのほとんどが気化する。
【００１７】
垂直下降流型高速移動層反応器（１２）からは下方に接続された上記高速分離器（１０）へと反応生成物である炭化水素気体と粉粒体状の固体（触媒）との混合物が供給される。高速分離器（１０）で大部分の固体が除去された気体はまず二次分離器（１９）へ導かれる。ここで気体中に少量残存した固体が取り除かれ、ライン（２４）を通って系外へ取り出され蒸留塔などを含む生成物回収系へ導かれる。二次分離器としては接線型サイクロンが好ましい。なお、接触時間を短くする必要のない場合は高速分離器１０を省略し、固体と生成物気体の混合物を直接に接線型サイクロンへと導入することもできる。一方、高速分離器（１０）で除去された固体はディプレグ（１１）を通ってストリッピング装置（１３）へと導かれる。
【００１８】
ストリッピング装置（１３）では固体が濃厚層を形成し、ライン（２０）から導入されたスチーム等の不活性気体により固体上または固体間に残存した炭化水素が取り除かれる。この炭化水素はスチーム等の不活性気体とともにライン（２３）を通って生成物回収系（図示せず）へ導かれる。ストリッピング装置内の不活性ガスの空塔速度は０．０３〜０．７ｍ／ｓが好ましい。不活性ガスの空塔速度が０．０３ｍ／ｓより小さい場合は流動が不完全になる、あるいはストリッピングが不完全になるなどの理由で好ましくない。より好ましくは０．０７〜０．３ｍ／ｓの速度が用いられる。０．３ｍ／ｓより大きい場合はストリッピング装置内の固体の存在密度が小さくなり、固体の静圧が小さくなる結果、ストリッピング装置（１３）下部の圧力が低くなるためストリッピング装置（１３）から濃厚流動層型再生装置（１４）への固体の導入がスムーズに行えなくなるため好ましくない。
【００１９】
続いて、ストリッピング装置（１３）の下部から抜き出された固体はライン（２６）を通って流量調整用のバルブ（３２）を介して濃厚流動層型再生装置（１４）へ導入される。特に、ライン（２６）からの濃厚流動層型再生装置（１４）への接続位置は、装置内の固体の静圧により圧力の高くなっている濃厚流動層型再生装置（１４）下部を避けた位置、即ち濃厚流動層型再生装置の高さの１／２より高い部分すなわち濃厚層型再生装置（１４）の上半分で塔内勾配分布圧力が充分に低くなった部位に接続されており、これによりストリッピング装置（１３）から容易に固体を導入することが可能となっている。なお、濃厚層の内部は完全混合層と見なすことができライン（２６）が濃厚流動層型再生装置（１４）の上半分に接続してあっても固体の再生効率が落ちることはない。なお、ライン（２６）の一部をスタンドパイプとすることによって濃厚流動層型再生装置への接続位置をより下方にすることができるがこれについては後で詳述する。
【００２０】
再生装置（１４）の内部では固体がライン（２１）から導入された再生用空気と接触し、固体上に付着した炭素質やストリッピング装置で除去しきれなかった未分解の炭化水素油等が燃焼し、固体の再生が行われる。この際、再生装置（１４）の内部の再生用空気の空塔速度は０．１〜１．５ｍ／ｓ程度に設定し維持する。再生用空気の空塔速度が０．１ｍ／ｓより小さいと流動が不完全になり、燃焼効率が低くなるため好ましくない。一方、１．５ｍ／ｓより大きくなると不必要に燃焼用空気の流量を増加させる必要があるため好ましくない。より好ましくは０．３〜１．０ｍ／ｓの範囲が用いられる。ちなみに、燃焼用空気の流量を変えずに再生装置（１４）の直径を小さくして再生用空気の空塔速度を１．５ｍ／ｓより大きくすることもできるが、この場合再生装置内の固体の滞留時間を確保するために再生装置（１４）の高さを大きくしなくてはならない。すると装置全体の高さを押し上げる結果となりコストアップにつながり好ましくない。
【００２１】
再生装置（１４）の上部はそのまま中高速稀薄移動層からなる上昇流型再生装置としてのライザー型再生装置（１５）に接続されていて、濃厚層型再生装置（１４）に供給された固体および再生用空気は全量そのままライザー型再生装置（１５）へと導入される。ライザー型再生装置（１５）は濃厚層型再生装置（１４）より直径が小さくなっており、ここでの再生空気の空塔速度が２〜２０ｍ／ｓとなるよう調整・設定されている。燃焼用空気の空塔速度が２ｍ／ｓより小さい場合はライザー再生装置（１５）内の固体の存在密度が高くなり、ライザー再生装置（１５）の圧力損失が大きくなるため好ましくない。逆に空塔速度が２０ｍ／ｓより大きい場合は気体および固体の混合流とライザー再生装置（１５）壁面との摩擦が大きくなることにより圧力損失が大きくなり、磨耗も激しくなるため好ましくない。
【００２２】
ライザー再生装置（１５）における燃焼用空気の空塔速度はより好ましくは３〜５ｍ／ｓが用いられる。従って濃厚層型再生装置（１４）内では濃厚流動層をなしていた固体と空気がライザー型再生装置（１５）内では中速移動層または高速移動層を形成することになる。この結果、ライザー型再生装置（１５）の中では固体の密度が低く、固体の静圧が小さくなる。このため小さな圧力損失で装置の上部まで固体をリフトアップすることが可能となっている。
【００２３】
また、濃厚層型再生装置（１４）の上部をそのまま絞ってライザー型再生装置（１５）に接続することにより再生用空気が固体の移送用媒体としても用いられている。従って固体のリフトアップ用に移送用媒体を別途供給する必要が無くなって、ブロアー等の空気供給手段の能力を極小化できるから装置が単純化され、運転が容易になるとともに経済的にも好ましい。
【００２４】
燃焼用空気内の酸素が濃厚層型再生装置（１４）で全て消費される場合は、ライザー型再生装置（１５）で空気は単に固体移送用の媒体となり、燃焼用空気内の酸素が濃厚層型再生装置（１４）で全て消費されない場合は、ライザー型再生装置（１５）でも燃焼が起こり、空気は燃焼に用いられると同時に固体移送用の媒体としても機能することになる。なお燃焼をさらに促進させるため、ライザー型再生装置入口でさらに再生用空気を供給するようにしても無論良い。また固体循環量の制御を容易にするためにライン（２７）を通してフィードホッパー（１６）から濃厚層型再生装置（１４）へ固体を循環させることも可能である。
【００２５】
一般に下降流型反応器を用いる装置では反応器で装置の下部に落下した固体を装置の上部にリフトアップすることが必要不可欠であり、この点で本システムでは非常に合理的に上方移送力を得ており、経済的な利点が大きい。
【００２６】
ライザー型再生装置上部から噴出した固体は一時的にフィードホッパー（１６）に蓄えられ、その後インジェクター（１８）に導入され、再びライン（２２）を通って供給される炭化水素原料と混合され反応器（１２）で反応が行われる。一方、再生用空気は接線型サイクロン等で構成される分離装置（１７）を介してライン（２５）を通って排出される。なお、バルブとスタンドパイプの組み合わせ等でライザー型再生装置（１５）からインジェクター（１８）への空気のリークが防げれような条件下ではフィードホッパー（１６）を省略することもできる。
【００２７】
以上説明した実施例装置全体の圧力バランスを見ると、ストリッピング装置（１３）の出口（下部）に始まってストリッピング装置の入口（上部）まで第１図において反時計回りに圧力が順次低下していく。その要因はバルブ（３２）、ライザー再生装置（１５）、バルブ（３１）、インジェクター（１８）、反応器（１２）、高速分離器（１０）等における圧力損失である。そしてそのままではストリッピング装置（１３）の上部より下部の方が圧力が高い、すなわち流れの方向に向かって圧力が高くなることになり、固体の循環が確立しない。この圧力差を解消するのがストリッピング装置（１３）内の固体濃厚流動層の静圧である。このため濃厚層型再生装置に始まって分離器までの圧力損失が大きくなりストリッピング装置の静圧より大きくなってしまうような設定では固体の循環ができなくなる。
【００２８】
従って上述装置において固体の循環を確立するための条件は；
ストリッピング装置（１３）の濃厚流動層の高さを：Ｈｓ（ｍ）、
ストリッピング装置（１３）の濃厚流動層の密度を：ρｓ（ｇ／ｃｍ３）、
ライザー再生装置（１５）の流動層の高さを：Ｈｒ（ｍ）、
ライザー再生装置（１５）の流動層の密度を：ρｒ（ｇ／ｃｍ３）、
バルブ（３１）、（３２）の圧力損失を：ΔＰｂ（ｋｇ／ｃｍ２）、
その他の部分の圧力損失を：ΔＰ’（ｋｇ／ｃｍ２）、
とした場合に；
Ｈｓ×ρｓ／１０＞Ｈｒ×ρｒ／１０＋ΔＰｂ×２＋ΔＰ’ （１）
で表される。
【００２９】
第１図にても明らかなように、Ｈｓを大きくとるとＨｒも大きくなる。その関係は下式で表される。
Ｈｒ＝Ｈｓ＋ΔＨ（２）
ΔＨは反応器（１２）等で占められる高さであり、システムを設計する上での自由度がない。（２）式を用いて（１）式は下式のように表される。
Ｈｓ（ρｓ−ρｒ）＞ρｒ×ΔＨ＋ΔＰｂ×２＋ΔＰ’ （３）
ΔＰｂはバルブの性能によって決定し、一般に０．１〜０．５ｋｇ／ｃｍ２程度であり自由度がない。ΔＰ’は一般に０．１〜０．３ｋｇ／ｃｍ２程度でありこれも自由度がない。
結局、（ρｓ−ρｒ）が小さくなるとＨｓが大きく、すなわち装置全体の高さが大きくなる。装置が高くなることは建設費の高騰につながる。
【００３０】
本発明においてはストリッピング装置（１３）およびライザー再生装置（１５）内の気体空塔速度をそれぞれ０．０３〜０．７ｍ／ｓ、０．１〜１．５ｍ／ｓに制御することによりρｓを最大、ρｒを最小とするよう工夫がなされておりこのことに依ってＨｓを極力小さくした最適設計が可能となるものである。一般的に、ストリッピング装置（１３）内の固体密度をライザー再生装置（１５）内の固体密度よりも０．５〜０．７５ｇ／ｃｍ３に維持することで所望の条件が得られる。
【００３１】
ところで、以上説明した実施例と類似の別構成によっても目的とするシステムを得ることができる。即ち、別法として各部図１と略同様のシステムにおいて、前述したライン（２６）の一部をスタンドパイプ（２６ ´）とすることにより濃厚流動層型再生装置（１４）へのライン（２６）の接続位置を該装置（１４）の高さの１／２より下、すなわち濃厚流動層型再生装置（１４）の下半分にすることも可能である。本発明でいうスタンドパイプとは垂直あるいは垂直から４５度以内の傾きを持った固体で満たされた配管部分を指す。スタンドパイプ（２６ ´）には流動に必要な最小限の気体が供給されるか、あるいは全く気体の供給が行われず固体の存在密度は最大限となっている。このスタンドパイプの高さを濃厚流動層型再生装置（１４）の１／２以上とすることにより、スタンドパイプ内の固体の静圧でライン（２６）下部の圧力を高くすることができ、濃厚流動層型再生装置（１４）の下半分に固体を導入した場合にも既述した図１のシステムと全く同等の作用・効果を得て安定した固体の循環維持が可能となる。
【００３２】
以下、本発明を適用した実際の実験例について得られた結果を説明するが、これらにおける寸法・設定値その他は本発明内容を何ら限定するものではない。
〔実験例１〕；
固体としてかさ密度０．８５ｇ／ｃｍ３の流動接触分解用触媒を用いた第１図に示したと同等の装置において、ストリッピング装置（１３）の濃厚流動層高さを９ｍ、ストリッピング用スチーム線速度を０．１ｍ／ｓ、濃厚流動層型再生装置（１４）の高さを１ｍ、燃焼用空気線速度を０．６ｍ／ｓ、ライザー型再生装置の高さを（１４）ｍ、燃焼用空気線速度を３．６ｍ／ｓとしたところ、安定した触媒循環を確立した。
なおこのときのストリッピング装置（１３）における触媒密度は０．７７ｇ／ｃｍ３、濃厚流動層型再生装置における触媒密度は０．５３ｇ／ｃｍ３、ライザー型再生装置（１５）における触媒密度は０．０７ｇ／ｃｍ３であった。またバルブ（３１）、（３２）における圧力損失は０．１ｋｇ／ｍ２であった。またライン（２６）は濃厚流動層型再生装置（１４）の上から０．２ｍの場所に接続した。
またこのとき反応器（１２）に供給する原料として水素化処理した減圧軽油を用いた。反応器（１２）における触媒／油比を２０、反応器（１２）出口温度を６００°Ｃ、接触時間を０．５秒とした。反応成績を下記の表１に示す。このときライン（２６）から取り出した再生前触媒の炭素濃度は０．２１重量％、フィードホッパー（１６）から取り出した再生後触媒の炭素濃度は０．０１重量％であった。
【００３３】
【表１】

【００３４】
〔比較例１〕；
実験例Ａ１と同様の運転条件において、ストリッピング用不活性ガスの空塔速度のみを０．２ｍ／ｓに変更したところ、ライン（２６）から取り出した再生前触媒の炭素濃度が０．３重量％に上昇したため、再生装置における燃焼熱が増加したため装置を停止した。
【００３５】
〔比較例２〕；
実験例Ａ１と同様の運転条件において、濃厚流動層型再生装置（１４）の再生用空気の空塔速度のみを０．０８ｍ／ｓに変更したところフィードホッパー（１６）から取り出した再生後触媒の炭素濃度は０．０３重量％に上昇した。運転を続けるにつれてさらに上昇し、反応器（１２）における転化率が低下したので装置を停止した。
【００３６】
〔比較例３〕；
実験例Ａ１と同様の運転条件において、濃厚流動層型再生装置（１４）の再生用空気の空塔速度のみを３ｍ／ｓに変更したところライン（２５）における酸素濃度が上昇し、燃焼に必要な空気に対して充分な空気を使用しているため、経済的に好ましくないことがわかった。
【００３７】
以上説明したように、本発明においては下降流型反応器の下にストリッピング装置を配置し、ストリッピング用不活性ガスの空塔速度を低く制御した点、ストリッピング装置内の濃厚流動層の静圧を極力大きくした点、また再生装置には濃厚流動層型再生装置とその上部に接続された中高速移動層の上昇流型再生装置を組み合わせることにより再生用空気を固体をリフトアップするための移送用媒体としても利用する等の技術により、小さな圧力損失で固体を装置の上部までリフトアップすることができる。また、ストリッピング装置から濃厚流動層型再生装置への触媒の導入を該再生装置内の触媒の静圧により圧力の高くなっている該濃厚流動層型再生装置の下部を避け、該濃厚流動層型再生装置の上部に導入しており、以上のような工夫をするとともに各部設定条件を最適なものとすることによって、構造が単純かつ、固体の移送用気体が不要であり、固体をスムーズに循環させるための圧力バランス維持が容易との利点を備えた下降流型反応器を含む循環流動層反応システムを用いて好適な炭化水素質油の接触分解するとの当初目的を達成している。
なお、別法として該ストリッピング装置から該濃厚流動層型再生装置への固体導入管の一部をスタンドパイプとすることにより、スタンドパイプ内の固体の静圧を利用して該濃厚流動層型再生装置下部の圧力の高い部分に該ストリッピング装置からの固体を導入することを可能にし同等の成果を得ている。
【００３８】
【発明の効果】
本発明では上述した如く、略記すれば、（イ）上方から前記流動接触分解触媒（ｃｔ）が供給される垂直下降流型移動層反応器（１２）と、（ロ）前記垂直下降流型移動層反応器（１２）に下方に後続するストリッピング用不活性ガスの空塔速度が０．０３〜０．７ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型ストリッピング装置（１３）と、（ハ）濃厚流動層型再生装置（１４）であって前記ストリッピング装置（１３）からの流動接触分解触媒（ｃｔ）が導入される導入口が装置高さの１／２より高い位置に接続され且つ再生用空気の空塔速度が０．１〜１．５ｍ／ｓに設定された濃厚流動層型再生装置（１４）と、（ニ）前記濃厚流動層型再生装置（１４）の上部に接続されて該濃厚層型再生装置内の流動接触分解触媒および再生用空気を全量受け入れて上端部を経て前記流動接触分解触媒（ｃｔ）を前記垂直下降流型移動層反応器（１２）へと循環供給させるための再生用空気の空塔速度が２〜２０ｍ／ｓに設定された中高速稀薄移動層からなる上昇流型再生装置（１５）とを含み構成されており従来のものに比してより構造が単純かつ、固体の移送用気体が不要であり、固体をスムーズに循環させるための圧力バランス維持が容易との利点を備えた好適な循環流動層システム用いることによって、適切な炭化水素質油の接触分解を行い低ランニングコストにて良質の生成物を得ることができる。また、略同様構成の既述したスタンドパイプを付加し対応した接続位置変更を行った構成のシステムによっても同等効果を得ることができる。
【図面の簡単な説明】
【図１】本発明方法に係る循環流動層システムの構成例を示すブロック図である。
【符号の説明】
（１０）…高速分離器、
（１２）…下降流型移動層反応器、
（１３）…濃厚流動層型ストリッピング装置、
（１４）…濃厚流動層型再生装置、
（１５）…上昇流型再生装置（ライザー再生装置）、
（１６）…フィードホッパー、
（１７）…分離装置、
（１８）…インジェクター、
（１９）…二次分離器、
（３１）…バルブ、
（３２）…バルブ、
（２６ ´） …スタンドパイプ、
（ｃｔ）…触媒（流動接触分解触媒）。[0001]
TECHNICAL FIELD OF THE INVENTION
TECHNICAL FIELD The present invention relates to a method for catalytically cracking hydrocarbonaceous oil in which a granular oily solid is used as a fluid catalytic cracking solvent to cause a hydrocarbon oil as a reactive gas to undergo a cracking reaction in a downflow reactor.
[0002]
[Prior art]
BACKGROUND ART A reaction system in which a powdery solid is used as a catalyst or a heat medium and brought into contact with a reactant gas has been known for a long time, such as is used when catalytically cracking hydrocarbon oil such as heavy oil. Some of such fluidized bed reactors use a thick fluidized bed (bubble fluidized bed), and others use a high-speed moving bed (high-speed fluidized bed). High-speed moving beds are used in reactions that require a short contact time between the solid and the gas. At present, in gasoline production apparatuses by fluid catalytic cracking of heavy oils and the like, an upflow type high-speed moving bed reactor called a riser is mainly used. This is because, in order to increase the selectivity of a preferable product such as gasoline, the catalytic time has been improved and the contact time has been shortened to suppress undesired reactions such as over-decomposition.
[0003]
However, a riser-type reactor has a problem of back mixing. Back mixing is a phenomenon in which a portion of a gas or solid moves in a direction opposite to the original flow by gravity acting downward on a rising mixed flow. When such back-mixing of gas occurs, a portion of the gas is withdrawn from the reactor without sufficiently reacting because the contact time is too short, and another portion of the gas is too long with the contact time, such as over-decomposition. Undesirable reactions occur, leading to degradation of product quality. In addition, when the back mixing of the solid occurs, a part of the solid stays in the reactor for a long time in a deteriorated state, and the efficiency of the reaction decreases.
[0004]
In order to avoid this, a down-flow reactor has recently been used. For example, recently, a system using a down-flow reactor has been introduced in Japanese Patent Application Laid-Open No. Hei 4-261494, U.S. Pat. No. 5,462,652, U.S. Pat. No. 4,385,985, and Japanese Patent No. 2523325. These proposals are intended to provide sufficiently short contact times and to prevent backmixing of solids and gases to improve product selectivity. However, these techniques still have problems when viewed as a circulating fluidized bed system that continuously performs reaction and regeneration. These problems have been achieved in terms of how efficiently the solids can be returned to their original height, since the solids are dropped down in a down-flow reactor and then regenerated and subjected to the reaction again. It is due to not having.
[0005]
For example, in the above-mentioned Japanese Patent Application Laid-Open No. 4-261494, the regenerated catalyst is lifted to the height of the reactor inlet by the transfer gas. In this case, the catalyst is lifted up in addition to the air to be regenerated by burning the catalyst. Therefore, gas is required as a transfer medium, so that the blower capacity becomes excessive and the structure of the apparatus becomes complicated, which is not economically preferable. U.S. Pat. No. 5,462,652 similarly suffers from the need for a gas as a transfer medium to lift up the catalyst in addition to the air required to regenerate the catalyst.
[0006]
U.S. Pat. No. 4,385,985 discloses a technique in which a catalyst is lifted up using combustion air by an upflow regenerator. However, this technique is actually difficult to use in the following points. That is, in order to lift up the catalyst, a pressure loss occurs at the expense of the work, and as a result, the pressure of the regeneration air inlet becomes high, but the pressure is increased by the thick layer of the catalyst formed in the stripping device. This means that they have overlooked the need to control with static pressure. When the pressure of the regeneration air inlet becomes higher than the static pressure of the catalyst rich layer of the stripping device, the combustion air flows back to the stripping device side and the catalyst cannot be circulated. In other words, the pressure is higher at the inlet of the regenerating device than at the outlet of the stripping device, and the catalyst does not flow from the stripping device to the regenerating device.
[0007]
If the height of the dense layer of the stripping device is increased to cope with this, the static pressure on the stripping device side also increases, but in that case, the distance over which the catalyst must be lifted increases, and as a result, the catalyst lifts up. The resulting pressure loss is also large and cannot be solved. On the other hand, if the pressure on the stripping device side is increased, the stripping device is connected to the upper part of the regenerator via the reactor when going back the flow of the catalyst circulation, and if the pressure of the stripping device is increased, the regenerating device is increased. The pressure at the upper part of the regenerating device is also increased, and the pressure at the regenerating air inlet at the lower part of the regenerating device is also increased. Increasing the amount of combustion air blows reduces the density of the catalyst in the regenerator and reduces the pressure loss, but increases the amount of air used, which is economically undesirable. Japanese Patent No. 2523325 also has the same problem in that regeneration air is introduced from the lower part of the regenerator to lift the catalyst to the height of the reactor inlet.
[0008]
Thus, in a circulating fluidized bed reaction system using a down-flow reactor, while maintaining the pressure balance in the circulation cycle of the reactor, the stripping device, the regenerator, and the reactor again while minimizing the amount of air and the like used. Involves considerable difficulty. It is particularly difficult for an apparatus having a large amount of solids circulating because the power required to lift up the solids is large.
[0009]
Processes that aim to increase the selectivity of the preferred products with short contact times often use high mixing ratios to keep the contact time as short as possible and maintain high conversions. As a bed reaction system, a system that has a simple structure, does not require a solid transfer gas, and can easily maintain a pressure balance for smoothly circulating a solid has been demanded together with a catalytic cracking method utilizing the system.
[0010]
[Problems to be solved by the invention]
The present invention has been made in view of the above-mentioned background, and has a simple structure, does not require a gas for transferring solids, and has an advantage of easily maintaining a pressure balance for smoothly circulating solids. It is an object of the present invention to provide a low-cost, high-quality catalytic cracking method for high-quality hydrocarbonaceous oils by using a circulating fluidized bed reaction system including a flow reactor.
[0011]
[Means for Solving the Problems]
In order to solve the above problems, the catalytic cracking method of the present invention in which the fluid catalytic cracking catalyst composed of hydrocarbon oil such as heavy oil and silica alumina is brought into downflow contact,
(A) a vertical downflow type moving bed reactor (12) to which the fluid catalytic cracking catalyst (ct) is supplied from above, and (b) a downward flow following the vertical downflow type moving bed reactor (12). A thick fluidized bed stripping apparatus (13) in which the superficial velocity of the stripping inert gas is set to 0.03 to 0.7 m / s;
(C) a portion where the inlet for introducing the fluid catalytic cracking catalyst (ct) from the stripping device (13) is higher than 1/2 of the device height, which is a rich fluidized bed type regenerating device (14);
The pressure at the inlet from the stripping device (13) is (P),
The pressure at the top of the rich fluidized bed regenerator (14) is (PT)
Of the rich fluidized bed regenerator (14) Tower bottom pressure To (PB),
And when
P ≦ (PT + PB) / 2
A rich fluidized bed type regenerator (14) connected to a position where the superficial velocity of the regeneration air is set to 0.1 to 1.5 m / s,
(D) The fluidized catalytic cracking catalyst (ct ) Is circulated and supplied to the vertical downflow type moving bed reactor (12), and the upflow type regenerating apparatus is composed of a medium and high speed lean moving bed in which the superficial velocity of the regeneration air is set to 2 to 20 m / s. (15),
Is used.
[0012]
Or (A) a vertical downflow type moving bed reactor (12) to which the fluid catalytic cracking catalyst (ct) is supplied from above,
(B) dense fluidized bed stripping wherein the superficial velocity of the stripping inert gas downstream of the vertical downflow moving bed reactor (12) is set to 0.03 to 0.7 m / s. Device (13),
(C) An inlet for introducing a fluidized catalytic cracking catalyst (ct) introduced from the stripping device (13) through the standpipe (26 ') in the rich fluidized bed regenerator (14). In a part lower than 1/2 of the device height,
The pressure at the inlet from the stripping device (13) is (P),
The pressure at the top of the rich fluidized bed regenerator (14) is (PT)
Of the rich fluidized bed regenerator (14) Tower bottom pressure To (PB),
And when
P> (PT + PB) / 2
And the fluidized-bed regenerator (14), which is connected to a position where the air is regenerated and the superficial velocity of the regenerating air is set to 0.1 to 1.5 m / s, and the fluid contact from the stripping device (13). Thick fluidized bed regeneration in which a cracking catalyst (ct) is connected to a portion whose inlet is lower than 1/2 of the device height and the superficial velocity of regeneration air is set to 0.1 to 1.5 m / s Device (14),
(D) The fluidized catalytic cracking catalyst (ct ) Is circulated and supplied to the vertical downflow type moving bed reactor (12), and the upflow type regenerating apparatus is composed of a medium and high speed lean moving bed in which the superficial velocity of the regeneration air is set to 2 to 20 m / s. (15),
Is used.

[0013]
In each of the above methods, the contact time in the vertical downflow type high-speed moving bed reactor (12) is 0.1 to 2.0 seconds, the catalyst / oil ratio is 10 to 50, and the temperature at the outlet of the reactor is 530. The objective is achieved by setting the temperature to 700 ° C. and setting the introduced catalyst / oil ratio to 10 to 50.
[0014]
BEST MODE FOR CARRYING OUT THE INVENTION
In the catalytic cracking system according to the present invention, a stripping device is disposed below the downflow reactor, and the superficial velocity of the stripping inert gas is controlled to be low, so that the dense fluidized bed in the stripping device is formed. The static pressure is increased as much as possible. In addition, the regenerating device combines a rich fluidized bed regenerating device with a medium-speed moving bed upflow regenerating device connected to the upper part, so that the regenerating air is also used as a transfer medium for lifting up solids. ing. This method allows the solid to be lifted up to the top of the device with a small pressure drop. Further, the introduction of the catalyst from the stripping device to the rich fluidized bed type regenerator is avoided at the lower part of the rich fluidized bed type regenerator where the pressure is increased due to the static pressure of the catalyst in the regenerating device. Install at the top of the playback device. In the method of the present invention, using such a system, catalytic cracking of hydrocarbon oil is performed in each part of the system while maintaining predetermined conditions. By taking the above measures, it is not necessary to supply extra gas for transporting solids with a simplified flow, nor to increase the overall height of the device, and to balance the solids. And a suitable cracking of hydrocarbonaceous oil can be carried out. Then, in the method of the present invention, the catalytic cracking of hydrocarbonaceous oil can be performed using the above-described system while maintaining predetermined conditions in each part of the system.
[0015]
Alternatively, as a separate catalytic cracking system, a part of a solid introduction pipe from the stripping apparatus to the dense fluidized bed type regenerating apparatus is formed as a standpipe, so that the static flow of the solid in the standpipe is used to perform the dense fluidization. A device for introducing solids from the stripping device into a high pressure portion below the layer type regenerating device is used. Also in this method, the same suitable catalytic cracking of the hydrocarbonaceous oil as in the above embodiment can be performed.
[0016]
[Embodiment] The method of the present invention will be described with reference to the accompanying drawings. FIG. 1 shows a typical connection example of a reaction system used in the present invention. Hereinafter, an embodiment of the method of the present invention in which the system configuration and the conditions of each part of the system are matched will be described in detail.
In this system, a hydrocarbon oil such as heavy oil is used as a catalytic cracking catalyst supplied from above in a well-known vertical downflow type high-speed moving bed reactor (12) using a particulate solid such as silica alumina. Decomposition reaction. The product gas is separated by a separator (10) connected to the reactor (12) and is drawn out of the system through a line (24). A powdery solid as a catalyst is fed by a vertical downflow type high speed moving bed reactor (12), a stripping device (13), a rich fluidized bed type regenerator (14), and a medium speed moving bed upflow type regenerator ( 15) (hereinafter referred to as riser regeneration device), feed hopper (16), and again circulating through the system in the order of reactor (12). In addition, the hydrocarbon as a raw material is supplied to the injector (18) through the line (22). The raw material is a gas or a liquid. If the raw material is a liquid, most of it is vaporized when mixed with a solid by the injector (18).
[0017]
From the vertical downflow type high-speed moving bed reactor (12), a mixture of hydrocarbon gas as a reaction product and a particulate solid (catalyst) is supplied to the high-speed separator (10) connected below. Supplied. The gas from which most of the solids have been removed in the high-speed separator (10) is first directed to the secondary separator (19). Here, a small amount of solid remaining in the gas is removed, taken out of the system through a line (24), and led to a product recovery system including a distillation column and the like. A tangential cyclone is preferred as the secondary separator. If it is not necessary to shorten the contact time, the high-speed separator 10 may be omitted, and the mixture of the solid and the product gas may be directly introduced into the tangential cyclone. On the other hand, the solid removed by the high-speed separator (10) is guided to the stripping device (13) through the dipreg (11).
[0018]
In the stripping device (13), the solid forms a dense layer, and hydrocarbons remaining on or between the solids are removed by an inert gas such as steam introduced from the line (20). This hydrocarbon is led to a product recovery system (not shown) through a line (23) together with an inert gas such as steam. The superficial velocity of the inert gas in the stripping apparatus is preferably 0.03 to 0.7 m / s. If the superficial velocity of the inert gas is less than 0.03 m / s, it is not preferable because the flow becomes incomplete or the stripping becomes incomplete. More preferably, a speed of 0.07 to 0.3 m / s is used. If it is more than 0.3 m / s, the density of solids present in the stripping device decreases, and the static pressure of the solid decreases. As a result, the pressure at the lower part of the stripping device (13) decreases, so that the stripping device (13). This is not preferable because the solid cannot be smoothly introduced into the thick fluidized bed type regenerating apparatus (14).
[0019]
Subsequently, the solid extracted from the lower part of the stripping device (13) is introduced into the rich fluidized bed regenerator (14) through a line (26) through a valve (32) for adjusting the flow rate. In particular, the connection position from the line (26) to the rich fluidized bed regenerator (14) was to avoid the lower part of the dense fluidized bed regenerator (14), which was increased in pressure due to the static pressure of solids in the apparatus. Position, that is, a portion higher than 高 of the height of the dense fluidized bed regenerator, that is, the upper half of the dense bed regenerator (14), is connected to a site where the gradient distribution pressure in the column is sufficiently low; This makes it possible to easily introduce solids from the stripping device (13). The inside of the dense layer can be regarded as a completely mixed layer. Even if the line (26) is connected to the upper half of the rich fluidized bed type regenerator (14), the regeneration efficiency of the solid does not decrease. In addition, by connecting a part of the line (26) with a standpipe, the connection position to the thick fluidized bed type regenerating apparatus can be made lower, which will be described later in detail.
[0020]
Inside the regenerator (14), the solids come into contact with the regenerating air introduced from the line (21), and carbonaceous materials adhering to the solids and uncracked hydrocarbon oil that cannot be completely removed by the stripping device are removed. It burns and solids are regenerated. At this time, the superficial velocity of the regeneration air inside the regeneration device (14) is set and maintained at about 0.1 to 1.5 m / s. If the superficial velocity of the regeneration air is less than 0.1 m / s, the flow becomes incomplete and the combustion efficiency is lowered, which is not preferable. On the other hand, if it is higher than 1.5 m / s, it is necessary to increase the flow rate of the combustion air unnecessarily, which is not preferable. More preferably, a range of 0.3 to 1.0 m / s is used. Incidentally, the diameter of the regenerator (14) can be reduced without changing the flow rate of the combustion air to increase the superficial velocity of the regenerator air to more than 1.5 m / s. The height of the reproducing apparatus (14) must be increased in order to secure the residence time of the reproducing apparatus. As a result, the height of the entire apparatus is increased, which leads to an increase in cost, which is not preferable.
[0021]
The upper part of the regenerating device (14) is connected to a riser-type regenerating device (15) as an upflow-type regenerating device composed of a medium-to-high-speed dilute moving layer as it is. All of the regeneration air is directly introduced into the riser-type regeneration device (15). The diameter of the riser type regenerator (15) is smaller than that of the rich layer type regenerator (14), and the superficial velocity of the regenerative air is adjusted and set so as to be 2 to 20 m / s. If the superficial velocity of the combustion air is less than 2 m / s, the density of solids in the riser regenerator (15) increases, and the pressure loss of the riser regenerator (15) increases, which is not preferable. Conversely, if the superficial velocity is higher than 20 m / s, the friction between the mixed flow of gas and solid and the wall surface of the riser regenerator (15) becomes large, so that the pressure loss becomes large and the abrasion becomes severe.
[0022]
The superficial velocity of the combustion air in the riser regeneration device (15) is more preferably 3 to 5 m / s. Therefore, the solid and air which have formed a thick fluidized bed in the rich bed type regenerating apparatus (14) form a medium-speed moving layer or a high-speed moving bed in the riser type regenerating apparatus (15). As a result, the density of the solid is low and the static pressure of the solid is low in the riser type regenerator (15). Therefore, the solid can be lifted up to the upper part of the apparatus with a small pressure loss.
[0023]
The regeneration air is also used as a solid transfer medium by squeezing the upper part of the rich-layer type regenerator (14) as it is and connecting it to the riser-type regenerator (15). Therefore, it is not necessary to separately supply a transfer medium for lifting up solids, and the capacity of the air supply means such as a blower can be minimized. Therefore, the apparatus is simplified, the operation becomes easy, and it is economically preferable.
[0024]
When all of the oxygen in the combustion air is consumed by the rich regenerator (14), the air simply serves as a medium for transferring solids in the riser regenerator (15), and the oxygen in the combustion air becomes rich in the rich air. If not completely consumed by the die regenerator (14), combustion also occurs in the riser type regenerator (15), so that the air is used for combustion and at the same time functions as a medium for transferring solids. Of course, in order to further promote the combustion, it is of course good to further supply regeneration air at the inlet of the riser type regeneration device. It is also possible to circulate the solids from the feed hopper (16) to the rich regeneration unit (14) through the line (27) to facilitate the control of the solids circulation amount.
[0025]
In general, in a device using a downflow type reactor, it is indispensable to lift up solids that have fallen to the lower part of the device by the reactor to the upper part of the device, and in this regard, in this system, the upward transfer force is very reasonably increased. It has gained great economic advantages.
[0026]
The solids ejected from the upper part of the riser type regenerator are temporarily stored in the feed hopper (16), then introduced into the injector (18), mixed with the hydrocarbon raw material supplied again through the line (22), and The reaction is performed in (12). On the other hand, the regeneration air is discharged through a line (25) through a separation device (17) composed of a tangential cyclone or the like. It should be noted that the feed hopper (16) may be omitted under such a condition that air leakage from the riser type regenerator (15) to the injector (18) can be prevented by a combination of a valve and a stand pipe.
[0027]
Looking at the pressure balance of the entire apparatus described above, the pressure starts to decrease from the outlet (lower part) of the stripping device (13) to the inlet (upper portion) of the stripping device (counterclockwise in FIG. 1). To go. The cause is pressure loss in the valve (32), the riser regenerator (15), the valve (31), the injector (18), the reactor (12), the high-speed separator (10) and the like. As it is, the pressure is higher at the lower part than at the upper part of the stripping device (13), that is, the pressure increases in the direction of flow, and the solid circulation is not established. What eliminates this pressure difference is the static pressure of the solid fluidized bed in the stripping device (13). For this reason, in a setting in which the pressure loss from the thick-layer type regenerating apparatus to the separator increases and becomes larger than the static pressure of the stripping apparatus, circulation of solids cannot be performed.
[0028]
Thus, the conditions for establishing the circulation of solids in the above device are;
The height of the dense fluidized bed of the stripping device (13) is: Hs (m),
The density of the dense fluidized bed of the stripping device (13) is: ρs (g / cm3),
The height of the fluidized bed of the riser regeneration device (15) is: Hr (m),
The density of the fluidized bed of the riser regeneration device (15) is: ρr (g / cm 3),
The pressure loss of the valves (31) and (32) is: ΔPb (kg / cm 2),
Pressure loss in other parts: ΔP ′ (kg / cm 2),
And then;
Hs × ρs / 10> Hr × ρr / 10 + ΔPb × 2 + ΔP ′ (1)
It is represented by
[0029]
As is clear from FIG. 1, Hr increases as Hs increases. The relationship is represented by the following equation.
Hr = Hs + ΔH (2)
ΔH is the height occupied by the reactor (12) and the like, and there is no freedom in designing the system. Using the expression (2), the expression (1) is expressed as the following expression.
Hs (ρs−ρr)> ρr × ΔH + ΔPb × 2 + ΔP ′ (3)
ΔPb is determined depending on the performance of the valve, and is generally about 0.1 to 0.5 kg / cm 2, and has no flexibility. ΔP ′ is generally about 0.1 to 0.3 kg / cm 2, which also has no degree of freedom.
As a result, when (ρs−ρr) decreases, Hs increases, that is, the height of the entire apparatus increases. Elevated equipment leads to higher construction costs.
[0030]
In the present invention, ρs is controlled by controlling the gas superficial velocity in the stripping device (13) and the riser regeneration device (15) to 0.03 to 0.7 m / s and 0.1 to 1.5 m / s, respectively. Have been devised so as to maximize ρr, and this makes it possible to perform an optimal design with Hs as small as possible. In general, desired conditions can be obtained by maintaining the solid density in the stripping device (13) at 0.5 to 0.75 g / cm3 higher than the solid density in the riser regeneration device (15).
[0031]
By the way, a target system can be obtained by another configuration similar to the above-described embodiment. In other words, as an alternative, in a system substantially the same as that shown in FIG. 1, a part of the line (26) described above is replaced with a stand pipe (26 ') so that the line (26) to the rich fluidized bed regenerator (14) can be obtained. It is also possible to set the connection position of the device below 1/2 of the height of the device (14), that is, the lower half of the dense fluidized bed regeneration device (14). The stand pipe as used in the present invention refers to a pipe portion filled with a solid which is vertical or has an inclination of 45 degrees or less from the vertical. The standpipe (26 ') is supplied with a minimum amount of gas required for flow, or no gas is supplied at all and the density of solids is maximized. By setting the height of the stand pipe to be at least half that of the dense fluidized bed regenerator (14), the static pressure of the solid in the stand pipe can increase the pressure below the line (26). Even when the solid is introduced into the lower half of the fluidized bed regenerator (14), the same operation and effect as those of the system of FIG. 1 described above can be obtained, and the stable circulation of the solid can be maintained.
[0032]
Hereinafter, the results obtained for actual experimental examples to which the present invention is applied will be described, but the dimensions, set values, and the like in these examples are not intended to limit the present invention.
[Experimental example 1];
In an apparatus equivalent to that shown in Fig. 1 using a catalyst for fluid catalytic cracking having a bulk density of 0.85 g / cm3 as a solid, the height of the thick fluidized bed of the stripping apparatus (13) is 9 m, and the linear velocity of the steam for stripping is 9 mm. 0.1 m / s, the height of the rich fluidized bed regenerator (14) is 1 m, the linear velocity of combustion air is 0.6 m / s, the height of the riser type regenerator is (14) m, and the air for combustion is When the linear velocity was adjusted to 3.6 m / s, stable catalyst circulation was established.
At this time, the catalyst density in the stripping device (13) was 0.77 g / cm3, the catalyst density in the rich fluidized bed type regenerator was 0.53 g / cm3, and the catalyst density in the riser type regenerator (15) was 0.07 g. / Cm3. The pressure loss at the valves (31) and (32) was 0.1 kg / m2. The line (26) was connected to a place 0.2 m from the top of the rich fluidized bed regenerator (14).
At this time, hydrogenated vacuum gas oil was used as a raw material to be supplied to the reactor (12). The catalyst / oil ratio in the reactor (12) was 20, the outlet temperature of the reactor (12) was 600 ° C, and the contact time was 0.5 seconds. The reaction results are shown in Table 1 below. At this time, the carbon concentration of the catalyst before regeneration taken out from the line (26) was 0.21% by weight, and the carbon concentration of the catalyst after regeneration taken out from the feed hopper (16) was 0.01% by weight.
[0033]
[Table 1]

[0034]
[Comparative Example 1];
When only the superficial velocity of the stripping inert gas was changed to 0.2 m / s under the same operating conditions as in Experimental Example A1, the carbon concentration of the pre-regenerated catalyst taken out from the line (26) was 0.3 wt. %, The device was shut down because the heat of combustion in the regenerator increased.
[0035]
[Comparative Example 2];
Under the same operating conditions as in the experimental example A1, only the superficial velocity of the regeneration air in the rich fluidized bed regeneration device (14) was changed to 0.08 m / s. The carbon concentration rose to 0.03% by weight. As the operation continued, it increased further, and the apparatus was stopped because the conversion in the reactor (12) decreased.
[0036]
[Comparative Example 3];
Under the same operating conditions as in Experimental Example A1, only the superficial velocity of the regeneration air of the rich fluidized bed type regenerator (14) was changed to 3 m / s. When the oxygen concentration in the line (25) increased, it was necessary for combustion. It has been found that sufficient air is used with respect to natural air, which is not economically favorable.
[0037]
As described above, in the present invention, the stripping device is disposed below the downflow reactor, and the superficial velocity of the stripping inert gas is controlled to be low. The point that the static pressure was increased as much as possible, and because the regenerator combined with a rich fluidized bed type regenerator and a medium-speed moving bed upflow type regenerator connected to the upper part of the regenerator, the air for regeneration lifted up solids. The solid can be lifted up to the upper part of the apparatus with a small pressure loss by using such a technique as a transfer medium of the solid. Further, the introduction of the catalyst from the stripping device to the rich fluidized bed type regenerator is avoided at the lower part of the rich fluidized bed type regenerator where the pressure is increased by the static pressure of the catalyst in the regenerating device. It is installed at the top of the die regeneration device, and by making the above contrivances and optimizing the setting conditions of each part, the structure is simple, the gas for transporting the solid is unnecessary, and the solid can be smoothly removed. The initial object of catalytic cracking of a suitable hydrocarbonaceous oil has been achieved by using a circulating fluidized bed reaction system including a downflow type reactor having an advantage that the pressure balance for circulation is easily maintained.
Alternatively, a part of a solid introduction pipe from the stripping apparatus to the rich fluidized bed type regenerating apparatus may be formed as a standpipe, and the static fluid pressure of the solid in the standpipe may be used to form the dense fluidized bed regenerating apparatus. It is possible to introduce the solids from the stripping device into the high pressure part at the lower part of the regenerating device with the same result.
[0038]
【The invention's effect】
In the present invention, as described above, (a) a vertical downflow moving bed reactor (12) to which the fluid catalytic cracking catalyst (ct) is supplied from above, and (b) the vertical downflow movement (C) a dense fluidized bed stripping apparatus (13) in which the superficial velocity of the stripping inert gas following the bed reactor (12) is set at 0.03 to 0.7 m / s. An inlet for introducing a fluid catalytic cracking catalyst (ct) from the stripping device (13), which is a rich fluidized bed type regenerating device (14), is connected to a position higher than 1/2 of the device height and regenerated. A dense fluidized bed regenerator (14) in which the superficial velocity of the working air is set to 0.1 to 1.5 m / s, and (d) connected to the upper part of the dense fluidized bed regenerator (14). All of the fluidized catalytic cracking catalyst and regeneration air in the rich bed type regeneration device are received. The superficial velocity of the regeneration air for circulating and supplying the fluid catalytic cracking catalyst (ct) to the vertical downflow type moving bed reactor (12) through the upper end portion is set to 2 to 20 m / s. And an up-flow type regenerating device (15) comprising a medium-to-high-speed dilute moving bed, which has a simpler structure than the conventional one, does not require a gas for transferring solids, and allows for smooth solids. By using a suitable circulating fluidized bed system having an advantage that it is easy to maintain the pressure balance for circulating, it is possible to carry out catalytic cracking of an appropriate hydrocarbonaceous oil and obtain a good quality product at low running cost. . The same effect can also be obtained by a system having a configuration in which the above-described stand pipe having substantially the same configuration is added and the corresponding connection position is changed.
[Brief description of the drawings]
FIG. 1 is a block diagram showing a configuration example of a circulating fluidized bed system according to the method of the present invention.
[Explanation of symbols]
(10) ... high-speed separator,
(12) ... downflow type moving bed reactor,
(13) ... a thick fluidized bed stripper
(14) ... rich fluidized bed regenerator
(15) Upflow type regenerator (riser regenerator)
(16) ... feed hopper,
(17) ... separation device,
(18)… Injector,
(19)… Secondary separator,
(31)… Valve,
(32) ... valve,
(26 ') ... stand pipe,
(Ct): Catalyst (fluid catalytic cracking catalyst).

Claims

A catalytic cracking method for hydrocarbon oil, which is brought into downflow contact with a fluid catalytic cracking catalyst composed of hydrocarbon oil such as heavy oil and silica alumina,
(A) a vertical downflow type moving bed reactor (12) to which the fluid catalytic cracking catalyst (ct) is supplied from above, and (b) a downward flow following the vertical downflow type moving bed reactor (12). A thick fluidized bed stripping apparatus (13) in which the superficial velocity of the stripping inert gas is set to 0.03 to 0.7 m / s;
(C) a portion where the inlet for introducing the fluid catalytic cracking catalyst (ct) from the stripping device (13) is higher than 1/2 of the device height, which is a rich fluidized bed type regenerating device (14);
The pressure at the inlet from the stripping device (13) is (P),
The pressure at the top of the rich fluidized bed regenerator (14) is (PT)
The bottom pressure of the rich fluidized bed regenerator (14) is set to (PB)
Where P ≦ (PT + PB) / 2
A rich fluidized bed type regenerator (14) connected to a position where the superficial velocity of the regeneration air is set to 0.1 to 1.5 m / s,
(D) The fluidized catalytic cracking catalyst (ct ) Is circulated and supplied to the vertical downflow type moving bed reactor (12), and the upflow type regenerating apparatus is composed of a medium and high speed lean moving bed in which the superficial velocity of the regeneration air is set to 2 to 20 m / s. (15),
And a method for catalytically cracking hydrocarbon oils.

A catalytic cracking method for hydrocarbon oil, which is brought into downflow contact with a fluid catalytic cracking catalyst composed of hydrocarbon oil such as heavy oil and silica alumina,
(A) a vertical downflow type moving bed reactor (12) to which the fluid catalytic cracking catalyst (ct) is supplied from above, and (b) a downward flow following the vertical downflow type moving bed reactor (12). A thick fluidized bed stripping apparatus (13) in which the superficial velocity of the stripping inert gas is set to 0.03 to 0.7 m / s;
(C) An inlet for introducing a fluidized catalytic cracking catalyst (ct) introduced from the stripping device (13) through the standpipe (26 ') in the rich fluidized bed regenerator (14). In a part lower than 1/2 of the device height,
The pressure at the inlet from the stripping device (13) is (P),
The pressure at the top of the rich fluidized bed regenerator (14) is (PT)
The bottom pressure of the rich fluidized bed regenerator (14) is set to (PB)
P> (PT + PB) / 2
A rich fluidized bed type regenerator (14) connected to a position where the superficial velocity of the regeneration air is set to 0.1 to 1.5 m / s,
The fluid catalytic cracking catalyst (ct) from the stripping device (13) has an inlet connected to a portion lower than 1/2 of the device height, and the superficial velocity of the regeneration air is 0.1 to 1.5 m. / S thick fluidized bed regenerator (14) set to
(D) The fluidized catalytic cracking catalyst (ct ) Is circulated and supplied to the vertical downflow type moving bed reactor (12), and the upflow type regenerating apparatus is composed of a medium and high speed lean moving bed in which the superficial velocity of the regeneration air is set to 2 to 20 m / s. (15),
And a method for catalytically cracking hydrocarbon oils.

The contact time in the vertical downflow type high-speed moving bed reactor (12) is set to 0.1 to 2.0 seconds, the catalyst / oil ratio is set to 10 to 50, and the temperature at the reactor outlet is set to 530 to 700 ° C. 3. The catalytic cracking method for hydrocarbon-based oil according to claim 1, wherein the catalyst / oil ratio introduced is 10 to 50.