專(zhuān)利名稱(chēng)：含高和低康拉遜殘?zhí)拷M分的富石蠟原料的催化裂化方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及烴原料流化催化裂化領(lǐng)域，特別是，本發(fā)明涉及利用催化劑再生系統(tǒng)，催化裂化富石蠟烴原料與高瀝青質(zhì)含量(如較高量的康拉遜殘?zhí)克?的渣油的改進(jìn)方法和設(shè)備，在該方法中，使原料組分分離并選擇性裂化以提高收率。
煉廠的規(guī)劃和原料的分配一直是煉油工作者必須面對(duì)的一個(gè)很復(fù)雜的問(wèn)題?？傻玫降脑?、原料的價(jià)格和質(zhì)量等的不確定性驅(qū)使煉油工業(yè)尋求象流化催化裂化(FCC)這樣的靈活的一次加工裝置。這些靈活的一次加工裝置是有利的，因?yàn)樗鼈兡軌驗(yàn)楦鞣N原料范圍內(nèi)的各種運(yùn)轉(zhuǎn)情況(包括最高餾分油產(chǎn)率、最高汽油產(chǎn)率和最高烯烴產(chǎn)率)而設(shè)計(jì)。
此外，許多煉油工作者希望為廣泛的原料而設(shè)計(jì)以便發(fā)揮困難原料的現(xiàn)場(chǎng)價(jià)值。有可能是經(jīng)濟(jì)的原料通常是重質(zhì)原料，需要專(zhuān)門(mén)的FCC以提供一個(gè)有利的產(chǎn)品方案。最佳的原料選擇和產(chǎn)品收率預(yù)測(cè)顯示出要求比簡(jiǎn)單的宏觀性質(zhì)(例如，API(美國(guó)石油學(xué)會(huì))比重、殘?zhí)?康拉遜殘?zhí)恐祷蛱m氏殘?zhí)恐?、氫含量等)更復(fù)雜的特性。在高污染原料存在的情況下，就催化裂化的選擇性和原料調(diào)合物的經(jīng)濟(jì)性而論，也必須適當(dāng)考慮加工石蠟烴化合物。
要了解有關(guān)FCC加工石蠟烴基原料、高CCR原料的特殊問(wèn)題，應(yīng)該考慮FCC原料的化學(xué)性質(zhì)。石油基本上是烴類(lèi)與少量含硫、氮、氧和某些金屬元素(例如鎳和釩)的其它化合物在一起的混合物。通常用作FCC原料的餾分是沸點(diǎn)約大于650°F的物料。這些餾分是很復(fù)雜的混合物，為了方便起見(jiàn)，美國(guó)礦務(wù)局開(kāi)發(fā)了一種分類(lèi)體系，根據(jù)這種分類(lèi)體系可以把烴類(lèi)部分稱(chēng)做“石蠟基”、環(huán)烷基或?yàn)r青基。在減壓瓦斯油范圍內(nèi)(沸點(diǎn)約為760°F)原料特性如下石蠟基≥30°API大致K≥12.2中間基20-30°API大致K＝11.5-12.2環(huán)烷基≤20°API大致K≤11.4其中K為特性因素-(T) 1/3 /G(T為中平均沸點(diǎn)°R，G為在60°F下的比重)。
由不同的原油得到的減壓瓦斯油當(dāng)用這些標(biāo)準(zhǔn)測(cè)定時(shí)其呈現(xiàn)范圍很寬的變化，這些示于下表中
原料組合物的范圍可另外示于圖6。這些數(shù)據(jù)表明各種減壓瓦斯油的石蠟烴含量范圍從28%(輕質(zhì)阿拉伯油)到＞60%(孟買(mǎi)重質(zhì)油)。關(guān)于常壓重油(減壓瓦斯油加減壓渣油)示于下表Ⅱ。列出了輕質(zhì)阿拉伯油、米納斯常壓重油以及加氫處理過(guò)的中東常壓重油的分析和質(zhì)譜數(shù)據(jù)。新鮮的輕質(zhì)阿拉伯油和米納斯原料之間的主要差別首先在于其石蠟烴含量，其次是輕質(zhì)阿拉伯油的單環(huán)芳烴含量更高。加氫處理過(guò)的原料表明雖然加氫處理后中東原料有類(lèi)似于米納斯原料的API比重和CCR，但它的組成表明它的結(jié)構(gòu)仍受其來(lái)源影響而類(lèi)似于輕質(zhì)阿拉伯油。這些變化基本上是由于在加氫處理時(shí)出現(xiàn)了沸點(diǎn)范圍變動(dòng)。
表Ⅱ常壓重油的組成輕質(zhì)阿拉伯油 米納斯油 H/T中東油ATB ATB ATB比重,°API 17.3 26.7 25.1CCR,wt% 9.8 4.9 3.0氫,wt% 12.06 13.3 12.5質(zhì)譜分析烷烴 20.6 34.5 25.0環(huán)烷烴 40.1 39.0 36.5烷烴總量 60.7 73.5 61.5烷基苯 8.3 2.3 9.8苯并環(huán)烷 6.9 2.9 8.8總單環(huán)芳烴 15.2 5.2 18.6雙環(huán)芳烴 10.6 8.1 7.3三環(huán)芳烴 13.5 13.2 12.6總的稠環(huán)芳烴 24.1 21.3 19.9總計(jì) 100.0 100.0 100.0一些研究工作者研究了在催化裂化條件下各類(lèi)烴化合物的相對(duì)的反應(yīng)速度，得出的信息對(duì)了解我們的觀察和發(fā)明是有用的。
圖7表示各類(lèi)化合物的FCC轉(zhuǎn)化率和苛刻度間的函數(shù)關(guān)系。這個(gè)工作是使用不含沸石的無(wú)定形催化劑做出的。使用這種類(lèi)型的催化劑正構(gòu)烷烴的反應(yīng)速度低是十分明顯的。在苛刻度為1.0時(shí)，與環(huán)烷烴和單環(huán)芳烴未轉(zhuǎn)化的430°F+物料等于或少于30%比較，正構(gòu)烷烴仍有約70%的未轉(zhuǎn)化的430°F+物料。
圖8用表格表示出從正構(gòu)烷烴到稠合的環(huán)烷烴范圍的五種不同的烴類(lèi)的FCC反應(yīng)速度常數(shù)。對(duì)于所用的無(wú)定形催化劑(SiO2-Al2O3)反應(yīng)速度常數(shù)證實(shí)了圖7所示的順序。另一方面，這些數(shù)據(jù)表明分子篩催化劑(REHX)比在無(wú)定形催化劑的情況下首先正構(gòu)烷烴的反應(yīng)速度常數(shù)高得多，其次，用這種類(lèi)型的催化劑相對(duì)于正構(gòu)烷烴來(lái)說(shuō)稠合的環(huán)烷烴的相對(duì)反應(yīng)速度下降。后面這種現(xiàn)象是因?yàn)橥c正構(gòu)烷烴有關(guān)的更線性的分子比較，稠合的分子進(jìn)入沸石孔結(jié)構(gòu)中的困難要大得多。
組合的流化催化裂化(FCC)一再生過(guò)程是眾所周知的。在這個(gè)過(guò)程中，在有利于轉(zhuǎn)化成象烯烴、然料油、汽油和汽油調(diào)合料這些有用的產(chǎn)物的條件下，烴原料與連續(xù)再生的自由流動(dòng)的細(xì)分顆粒催化劑物料接觸。一般現(xiàn)代的FCC裝置都使用包括一個(gè)直立的圓筒形反應(yīng)器的提升管反應(yīng)器，在反應(yīng)器中將再生的原料于底部引入，順提升管上移，在頂部離開(kāi)，催化劑在與烴接觸約1-5秒之后與烴分離。
在近幾年，特別是當(dāng)對(duì)更容易裂化的輕質(zhì)烴原料的需求超過(guò)供應(yīng)時(shí)，轉(zhuǎn)化原油的高沸點(diǎn)部分(包括重減壓瓦斯油、常壓重油、減壓渣油、常壓塔底油、拔頭原油或簡(jiǎn)單的重質(zhì)烴類(lèi)等等)的FCC過(guò)程就非常重要。這些重質(zhì)烴原料[其中許多富含瀝青質(zhì)(由康拉遜殘?zhí)扛弑砻?]的裂化導(dǎo)致裂化時(shí)相當(dāng)大量的焦炭沉積在催化劑上。一般瀝青質(zhì)產(chǎn)生的焦炭在反應(yīng)初期就沉積在催化劑上，從而使裂化催化刻在整個(gè)反應(yīng)系統(tǒng)中被大量的焦炭污染。
與加工渣油原料，特別是有高石蠟烴含量的渣油原料有關(guān)的主要問(wèn)題是特別在初期在反應(yīng)器提升管中單位質(zhì)量催化劑上沉積焦炭的趨勢(shì)更高。這個(gè)作用用△焦炭表示，△焦炭是用再生前后催化劑上焦炭的重量百分?jǐn)?shù)的差值來(lái)測(cè)定的。
在瀝青質(zhì)含量可忽略不計(jì)的瓦斯油原料的情況下，由于在催化裂化反應(yīng)時(shí)產(chǎn)生焦炭，△焦炭在當(dāng)催化劑通過(guò)反應(yīng)器時(shí)會(huì)從很小的數(shù)值增加到約0.5-0.9。然而，當(dāng)加工有相當(dāng)高的瀝青質(zhì)含量的較重原料時(shí)，由于在進(jìn)料蒸發(fā)處不能蒸發(fā)重瀝青質(zhì)分子，從而會(huì)在此處立即就有相當(dāng)大的△焦炭值。在反應(yīng)器的環(huán)境中，任何未蒸發(fā)的物料將經(jīng)受熱降解，可以預(yù)計(jì)這樣會(huì)產(chǎn)生一定量未蒸發(fā)的并沉積在催化劑上的重質(zhì)烴。一般，例如，原料的康拉遜殘?zhí)恐禐?wt%，催化劑在該原料中以5-7份催化劑對(duì)1份烴的重量比循環(huán)，其最初的△焦炭量為0.4-0.8，最后△焦炭量為0.8-1.3或更高。
△焦炭值表示在反應(yīng)器中催化劑結(jié)垢的程度。結(jié)垢的催化劑其沸石的活性中心有許多被堵塞，只有部分基體中心可用，從而降低了裂化活性和對(duì)所需產(chǎn)物的選擇性。
加工渣油時(shí)觀察到的△焦炭值更高的主要原因是在原料中存在產(chǎn)生重瀝青質(zhì)焦炭的分子。這些分子的濃度是用與原料有關(guān)的康拉遜殘?zhí)?CCR)值表示。因而。CCR含量高的原料勢(shì)必產(chǎn)生高的初期△焦炭值。大多數(shù)進(jìn)料的CCR是與餾分沸點(diǎn)高于1050°F有關(guān)，因而，根據(jù)這個(gè)餾分的寬窄，催化裂化該原料的過(guò)程參數(shù)與一般瓦斯油所用的參數(shù)不同可能有相當(dāng)大的變動(dòng)。
加工渣油所帶來(lái)的問(wèn)題需要新的構(gòu)思來(lái)克服重原料所帶來(lái)的許多問(wèn)題，包括霧化和蒸發(fā)渣油的困難、減少那時(shí)的常規(guī)瓦斯油裂化系統(tǒng)中的高焦炭率的困難、對(duì)付由于高焦炭率帶來(lái)的大量熱量的取走問(wèn)題的困難。人們也了解到合適的催化劑選擇對(duì)于控制和盡可能減少催化劑的△焦炭(焦炭產(chǎn)率/催化劑/油的比率)是極端重要的，人們已認(rèn)識(shí)到催化劑的△焦炭是一個(gè)主要的催化劑的效率參數(shù)。
目前，有幾種本領(lǐng)域已知的適用于流化催化裂化這些重質(zhì)烴原料的方法。在這些方法中，提供了一種組合的流化催化裂化-再生操作。
使用包括單段或兩段有部分或完全CO燃燒的再生系統(tǒng)的獨(dú)特催化劑再生系統(tǒng)以便當(dāng)加工高CCR進(jìn)料時(shí)能夠取走所需的熱量。也使用催化劑冷卻器以補(bǔ)償要再生的催化劑的高焦炭量。
然后將熱的再生催化劑用于高溫反應(yīng)系統(tǒng)中，以實(shí)現(xiàn)轉(zhuǎn)化重質(zhì)烴原料中所含高沸點(diǎn)組分和低沸點(diǎn)組分的高選擇性催化裂化。
催化劑上的炭量沿反應(yīng)路程而增加，結(jié)果可用于裂化的活性中心數(shù)量則減少。使用高CCR進(jìn)料時(shí)，焦炭使催化劑迅速結(jié)垢，在噴射進(jìn)料處催化劑活性立即下降。雖然活性下降可能不會(huì)成為某些重質(zhì)原料反應(yīng)的嚴(yán)重問(wèn)題，但當(dāng)原料含有高CCR組分和石蠟烴組分時(shí)，不管其是作為一種進(jìn)料的單獨(dú)的組分還是作為多種進(jìn)料的調(diào)合物都會(huì)使這個(gè)問(wèn)題變得更嚴(yán)重。
因?yàn)榛钚灾行亩氯恋K了其它理想進(jìn)料組分以有效、高選擇性的方式裂化，因而活性中心堵塞是不利的。當(dāng)原料含相當(dāng)大部分直鏈烷烴時(shí)這就特別明顯。這些烷烴對(duì)于轉(zhuǎn)化成汽油和更輕的物料有很高的潛力，但是正象先前所說(shuō)的樣，這種轉(zhuǎn)化是以相當(dāng)?shù)偷牧鸦俣冗M(jìn)行。在結(jié)垢催化劑存在條件下，在通常的反應(yīng)時(shí)間下，這些分子不能充分發(fā)揮其潛力，結(jié)果導(dǎo)致低標(biāo)準(zhǔn)的產(chǎn)物收率。這個(gè)問(wèn)題在瓦斯油裂化時(shí)影響不大，但對(duì)渣油裂化時(shí)由于大大增加△焦炭量這個(gè)問(wèn)題就大大加劇。
為了說(shuō)明這個(gè)現(xiàn)象，在下面提供幾個(gè)裝置操作的數(shù)據(jù)裝置A這個(gè)裝置加工各種各樣含瓦斯油的渣油原料，這些原料的特征范圍可從中間基到石蠟基。一般操作使用的原料康拉遜殘?zhí)苛繛?-5wt%。雖然，由于不能確定實(shí)際平均沸點(diǎn)因而難以導(dǎo)出渣油的平均K值，但是根據(jù)類(lèi)似的已知原油用比重/康拉遜殘?zhí)筷P(guān)系可以推導(dǎo)出解決原料特性的方法。在圖9中，我們畫(huà)了三條線，一條線表征阿拉伯輕質(zhì)油的常壓重油/VGO。類(lèi)似地，另兩條線表征勝利油和大慶油的常壓重油/VGO。這些線是通過(guò)連接減壓瓦斯油和常壓重油的數(shù)據(jù)點(diǎn)而得出。這就給出一個(gè)根據(jù)所用原料與典型的含中間基瓦斯油和含石蠟基瓦斯油的渣油的類(lèi)似性來(lái)選擇操作數(shù)據(jù)的基準(zhǔn)。參看表1，輕質(zhì)阿拉伯VGO的K值為11.9，勝利油K值為12.2，大慶油K值為12.4。
使用這個(gè)圖做基準(zhǔn)，從裝置A的操作中選擇類(lèi)似基的數(shù)據(jù)。圖9表示三組數(shù)據(jù)1)-組(用符號(hào)“+”表示)有類(lèi)似于輕質(zhì)阿拉伯油的API/CCR關(guān)系，可以推斷出這種進(jìn)料的VGO部分特征為中間基(K～11.9-12)。
2)-組(用符號(hào)“。”表示)的API/CCR關(guān)系表明該VGO比K值為12.2-12.3的勝利原油中所發(fā)現(xiàn)的石蠟基稍微更多一些石蠟基。
3)石蠟基相當(dāng)多的一組(用符號(hào)“□”表示)類(lèi)似于米納斯油或大慶油，VGO餾分可能有高達(dá)12.4的K值。
為了評(píng)價(jià)FCC操作的轉(zhuǎn)化效率，有用的參數(shù)是澄清油即蒸餾塔塔底物流的API比重。這個(gè)物流基本上由沸點(diǎn)高于原料初餾點(diǎn)的未轉(zhuǎn)化的物料組成。這個(gè)數(shù)值低的地方(+1或更低，低至負(fù)值)，進(jìn)料中所含的大部分能轉(zhuǎn)化的物料已被轉(zhuǎn)化了。

圖10表示上述三組數(shù)據(jù)的澄清油的API與△焦炭的函數(shù)關(guān)系數(shù)據(jù)。
在中間基進(jìn)料(“+”點(diǎn))的數(shù)據(jù)的情況下，顯然△焦炭量對(duì)澄清油的API比重沒(méi)有多大影響。不過(guò)在類(lèi)似于勝利油(“?！秉c(diǎn))的數(shù)據(jù)的情況下，△焦炭對(duì)澄清油的比重的影響是十分明顯的，至于典型的石蠟基的進(jìn)料(“□”點(diǎn))則更明顯。
裝置B裝置B使用美國(guó)中洲原油操作，這個(gè)裝置的FCC進(jìn)料數(shù)據(jù)用符號(hào)“B”畫(huà)在圖9中。這些原料當(dāng)更輕時(shí)其相對(duì)特性類(lèi)似于裝置A中等石蠟基的進(jìn)料(“。”符號(hào))。當(dāng)裝置B的數(shù)據(jù)畫(huà)在圖10中時(shí)，它們也表明△焦炭/澄清油比重關(guān)系基本上與裝置A的數(shù)據(jù)相同。
裝置C裝置C加工完完全全的石蠟基進(jìn)料(參看圖9中的點(diǎn)“C”)，在八天期間，在導(dǎo)致△焦炭在1-1.7間變動(dòng)的劑油比的整個(gè)范圍內(nèi)操作時(shí)，進(jìn)料的預(yù)熱因一般進(jìn)料的質(zhì)量未變而改變。圖11畫(huà)出相對(duì)于△焦炭的焦炭率和澄清油收率(在恒溫下)，說(shuō)明△焦炭對(duì)總的裂化效率的影響。
裝置D裝置D加工加氫處理過(guò)的中東渣油(如表Ⅱ中所示)。盡管在圖9中這種進(jìn)料畫(huà)成好象它是石蠟基，但是前面已經(jīng)指出其組成是接近中間基進(jìn)料。它的操作數(shù)據(jù)(在圖10中的點(diǎn)“D”)證實(shí)了這種情況，這個(gè)數(shù)據(jù)表示在△焦炭高(1.3)的情況下澄清油的比重低(-2°API)。這進(jìn)一步說(shuō)明進(jìn)料的烷烴含量是關(guān)鍵的變量。
由于烷烴的反應(yīng)速度慢，為了在通常的反應(yīng)條件下得到所需的產(chǎn)物收率，含有高康拉遜殘?zhí)拷M分和富氫的烷烴的進(jìn)料需要設(shè)計(jì)得到低△焦炭的操作，以提供裂化烷烴所需的催化劑活性。這是重要的，因?yàn)橥闊N轉(zhuǎn)化不足導(dǎo)致高API比重值的澄清油收率高。相信烷烴組分轉(zhuǎn)化不足是在△焦炭量大約超過(guò)0.8-1.0(當(dāng)烷烴含量超過(guò)30-35%時(shí)需要有較低的△焦炭量)時(shí)發(fā)生。這個(gè)△焦炭是通過(guò)進(jìn)料污染物和由于通常的原料裂化反應(yīng)結(jié)果而產(chǎn)生的。
在這種情況下要充分裂化原料，必須使烷烴在干凈的催化劑上裂化，即在低△焦炭量下裂化。已知的途徑是使用催化劑冷卻裝置和增加催化劑對(duì)油的比，從而降低△焦炭。不過(guò)，這不總是有效的，因?yàn)椤鹘固靠赡懿粫?huì)足夠地降低，或者較高的劑油比可能過(guò)度裂化產(chǎn)物的某些部分。此外，較高的劑油比是無(wú)效的，因?yàn)楦嗟拇呋瘎┍仨毻ㄟ^(guò)再生系統(tǒng)從而導(dǎo)致無(wú)用的焦炭收率更高而減少有價(jià)值產(chǎn)物的收率。
一些參考文獻(xiàn)涉及加工具有有利不同條件的組分的原料以便最佳化。在US 3617496中介紹由相對(duì)較低沸點(diǎn)和較高沸點(diǎn)的原料中最佳化裂化選擇性的方法。在這個(gè)方法中，通過(guò)將進(jìn)料烴分餾成能夠裂化成汽油的相對(duì)較低分子量和較高分子量餾分并將這些餾分送進(jìn)分開(kāi)的提升管反應(yīng)器中而改善汽油生產(chǎn)的裂化選擇性。采用這種方式，相對(duì)輕值烴進(jìn)料餾分和相對(duì)重質(zhì)烴進(jìn)料餾分是在相互不存在下在分開(kāi)的提升管中裂化，可使輕質(zhì)烴的提升管的操作是在有利于汽油選擇性的條件下，例如，限制重?zé)N沉積、方便控制烴進(jìn)料的停留時(shí)間、方便控制催化劑對(duì)烴進(jìn)料的重量比，從而影響各個(gè)反應(yīng)器溫度的變化。
在US 5009769中看到另一個(gè)實(shí)例，這份專(zhuān)利介紹把石腦油(沸點(diǎn)約低于450°F)送到第一提升管，瓦斯油和渣油送到第二提升管。
例如，在下述文獻(xiàn)中介紹了類(lèi)似的利用兩個(gè)或兩個(gè)以上分開(kāi)的提升管反應(yīng)器來(lái)裂化不相同的烴類(lèi)原料的其它方法。這些文獻(xiàn)是US 3993556(在分開(kāi)的提升管中裂化重瓦斯油和輕瓦斯油以得到高收率的高辛烷值石腦油。);US 3928172(在分開(kāi)的裂化段裂化瓦斯油沸點(diǎn)范圍的進(jìn)料和重石腦油和/或直餾石腦油餾分以得到高揮發(fā)性汽油、高辛烷值調(diào)合料、烷基化反應(yīng)用的輕烯烴等等);US 3894935[在分開(kāi)的轉(zhuǎn)化區(qū)催化裂化重質(zhì)烴(例如，瓦斯油、渣油物料等)和富C3-C4餾分];US 3801493(在分開(kāi)的提升管中裂化直餾瓦斯油、拔頭原油等和含油蠟以分別得到，特別是用于取暖用油的輕質(zhì)循環(huán)瓦斯油餾分和適用于發(fā)動(dòng)機(jī)燃料的高辛烷值石腦油餾分);US 3751359(在分開(kāi)的相應(yīng)的進(jìn)料和循環(huán)提升管中裂化直餾瓦斯油和中間循環(huán)的循環(huán)瓦斯油);US 3448037(其中直餾瓦斯油和裂化循環(huán)瓦斯油[例如，中間循環(huán)瓦斯油)各自通過(guò)分開(kāi)的加長(zhǎng)的反應(yīng)區(qū)裂化以得到更高的汽油產(chǎn)物];US 3424672(在分開(kāi)的提升管中裂化拔頭原油和低辛烷值重整輕汽油以增加汽沸點(diǎn)范圍的產(chǎn)物);US 2900325[在第一反應(yīng)區(qū)中裂化重質(zhì)瓦斯油(例如瓦斯油)、渣油等在以不同條件操作的第二反應(yīng)區(qū)中裂化相同的原料或不同的原料(例如循環(huán)油)以生產(chǎn)高辛烷值汽油]。
美國(guó)專(zhuān)利3791962根據(jù)芳烴指數(shù)和不同初期環(huán)境下的各提升管的廢催化劑的再生情況將原料分門(mén)別類(lèi)送進(jìn)分開(kāi)的提升管中，處理較重組分的高焦炭生成物。在討論各種焦炭生成物時(shí)，U.S.3791962也認(rèn)為溫度影響炭收率。
不過(guò)，現(xiàn)有技術(shù)中沒(méi)有討論在污染的催化劑上轉(zhuǎn)化烷烴進(jìn)料的困難這個(gè)問(wèn)題，特別是沒(méi)有討論用這樣一種方法流化催化裂化含相當(dāng)多渣油餾分(即＞10%(V))和富石蠟烴餾分的原料以便克服當(dāng)每種餾分用常規(guī)方法可以最佳地加工時(shí)而這種組合原料所帶來(lái)的出乎意外的不利影響。
因而本發(fā)明的目的是提供一種利用催化劑再生，在分開(kāi)的反應(yīng)器中催化裂化含富石蠟餾分和高康拉遜殘?zhí)筐s分的原料的改進(jìn)方法。
本發(fā)明的另一個(gè)目的是提供一種方法，其中控制用于各個(gè)原料的反應(yīng)條件以得到所需的產(chǎn)物分布和高收率的高辛烷汽油調(diào)合料和輕烯烴。
本發(fā)明的又一個(gè)目的是提供一個(gè)改進(jìn)的催化裂化烴原料的方法，這個(gè)方法使催化劑活性和選擇性與各個(gè)重?zé)N物料/富石蠟餾分的加工參數(shù)關(guān)聯(lián)以提高它們轉(zhuǎn)化成汽油和輕烯烴的選擇轉(zhuǎn)化率。
本發(fā)明還有一個(gè)目的是提供一種方法，其中，加工重質(zhì)烴和烯烴餾分保持總的熱平衡而不需要冷卻催化劑。
所以，本發(fā)明提供了一種同時(shí)裂化含有4-16wt%CCR的重質(zhì)進(jìn)料和富石蠟進(jìn)料的組合的分開(kāi)的-流化催化裂化-再生的改進(jìn)方法，所述富石蠟進(jìn)料包括VGO部分的K值為12.2或更高以及0-6wt%CCR的烴進(jìn)料，該烴進(jìn)料可含有或不含有渣油組分或其蒸汽，該方法是在有在催化劑再生系統(tǒng)中再生的裂化催化劑的雙反應(yīng)器體系中進(jìn)行，其中在富石蠟進(jìn)料的反應(yīng)器中將劑油比調(diào)節(jié)維持△焦炭在1.0或＜1.0的水平。
人們知道，本發(fā)明可以在能夠進(jìn)行短反應(yīng)時(shí)間的流化催化裂化的各種反應(yīng)器中進(jìn)行，包括但不限于下流式反應(yīng)器和提升管反應(yīng)器。雖然在下面的說(shuō)明中提到這種或那種類(lèi)型的反應(yīng)器，但可以用于實(shí)施本發(fā)明的FCC反應(yīng)器的類(lèi)型不限于提到的那些。
該方法首先分離進(jìn)料，得到主要含有VGO部分的K值為12.2或更高的富石蠟渣油或瓦斯油的第一進(jìn)料物流和主要含有高CCR進(jìn)料的第二進(jìn)料物流。
此后，將來(lái)自催化再生系統(tǒng)的再生催化劑與第一富石蠟進(jìn)料流一道加到第一反應(yīng)器的混合區(qū)。反應(yīng)區(qū)溫度為約920°-1200°F、停留時(shí)間為0.1-3秒，維持△焦炭量為1.0或更小所需的劑油比約為4∶1-6∶1等條件下操作，產(chǎn)生第一氣體產(chǎn)物和夾帶的催化劑顆粒。
來(lái)自催化劑再生系統(tǒng)的至少部分再生的催化劑和重質(zhì)渣油進(jìn)料進(jìn)到第二反應(yīng)器的混合區(qū)。第二反應(yīng)器在溫度為約950°-1100°F、停留時(shí)間為0.5-4秒、劑油比為約8∶1-約12∶1的條件下操作，產(chǎn)生第二氣體產(chǎn)物和夾帶的催化劑顆粒。
分離兩個(gè)反應(yīng)器的氣體產(chǎn)物和夾帶的催化劑，將氣體產(chǎn)物送到分餾塔至少分餾出汽油沸點(diǎn)范圍的物料餾分、較輕的氣態(tài)烴物料餾分、輕循環(huán)油沸點(diǎn)范圍的物料餾分和較高沸點(diǎn)范圍的物料餾分。
分離的充滿焦炭的催化劑顆粒送到汽提段以回收夾帶的烴，然后送到催化劑再生系統(tǒng)再生。再使催化劑返回到提升管反應(yīng)器的混合區(qū)。
結(jié)果，650°F+沸點(diǎn)范圍的物料的轉(zhuǎn)化率提高，反應(yīng)器之間的熱平衡足以維持進(jìn)行單獨(dú)的高CCR反應(yīng)和低CCR反應(yīng)，并且再生時(shí)不需另加燃料或不需要催化劑冷卻。
正如本領(lǐng)域熟練技術(shù)人員所知道的那樣，本發(fā)明的主要優(yōu)點(diǎn)是能夠獨(dú)立地操作兩個(gè)反應(yīng)器，并提供同時(shí)選擇操作條件，例如溫度、劑油比和停留時(shí)間的靈活性，特別適宜達(dá)到各種高CCR和富石蠟烴原料結(jié)合的最佳的所需轉(zhuǎn)化。
特別是，正如下面充分討論的那樣，本發(fā)明的裝置和加工構(gòu)思的新穎布局在一般不相容的餾分的反應(yīng)間產(chǎn)生最佳協(xié)同作用，以達(dá)到改善優(yōu)選產(chǎn)物的收率。第一反應(yīng)器在低焦炭率下操作，并在不受熱平衡限制下操作，由于“難裂化”的烷烴濃度較低，所以第二反應(yīng)器可以在較高的△焦炭下很好地操作。
一般，被稱(chēng)做富石蠟進(jìn)料的原料包括一般有低到中等CCR值(約＜6wt%CCR)的含蠟常壓重油和沸點(diǎn)低于約1050°F、VGO部分的K值為12.2或更高的含蠟減壓瓦斯油。本文被稱(chēng)做環(huán)烷基進(jìn)料、渣油進(jìn)料或重質(zhì)進(jìn)料的原料包括這樣一種重要的餾分，這種餾分沸點(diǎn)大于1050°F、所含的殘?zhí)苛?CCR)為約4-16wt%、含金屬和有限量的烷烴。這種進(jìn)料可以來(lái)自單獨(dú)的來(lái)源也可以如所介紹那樣分離得到，即通過(guò)蒸餾由天然存在的或餾分的調(diào)合混合物分離得到。
在采用通過(guò)蒸餾分離的情況下，應(yīng)注意到，雖然重質(zhì)渣油和富石蠟餾分之間的優(yōu)選分離是在象1050°F這樣的較高溫度下進(jìn)行，但也可在較低溫度(低至約950°F)下分離混合物的該餾分以便稀釋注入第二反應(yīng)器的重質(zhì)進(jìn)料。另一方面，象LCO、重石腦油或循環(huán)物流這樣的稀釋劑對(duì)于該方法特別有利，其使渣油進(jìn)料的原料性能(例如粘度和表面張力)可與有效的進(jìn)料噴射相適應(yīng)。
在使產(chǎn)物氣體與夾帶的催化劑分離時(shí)，每個(gè)提升管可使用一個(gè)或幾個(gè)分開(kāi)的旋風(fēng)分離器或其它分離裝置，產(chǎn)物可在蒸氣物流管道中結(jié)合，其中結(jié)合的物流送到分餾塔急冷和分離。另一方面，產(chǎn)物蒸氣或者在蒸氣物流管道中急冷，或者立即接著與催化劑分離。
在另一個(gè)實(shí)施方案中，將兩個(gè)反應(yīng)器在下流端相聯(lián)以便在催化劑與產(chǎn)物氣體分離以前形成反應(yīng)器結(jié)合的管道。這種布局為富石蠟餾分的反應(yīng)提升管和重質(zhì)渣油餾分的反應(yīng)提升管之間的協(xié)同作用創(chuàng)造了條件。
在這個(gè)另外的實(shí)施方案中，當(dāng)停留時(shí)間為0.1-3秒、反應(yīng)器出口溫度為約920°-1200°F的較熱的富石蠟物流在反應(yīng)器結(jié)合的管道中與停留時(shí)為約0.5-4秒、反應(yīng)器出口溫度為約950°-1100°F的較冷的重質(zhì)渣油物流接觸時(shí)，渣油物流使在富石蠟物流中發(fā)生的反應(yīng)急冷以避免由于繼續(xù)熱反應(yīng)或催化反應(yīng)而過(guò)度裂化。同時(shí)，來(lái)自富石蠟物流中的清潔的(較低的△焦炭)催化劑在該催化劑與氣體產(chǎn)物分離去再生以前可以用來(lái)促進(jìn)重質(zhì)渣油餾分的另外的催化反應(yīng)。
在另一個(gè)可供選擇的實(shí)施方案中，重質(zhì)原料在高溫和短停留時(shí)間下通過(guò)有催化劑的反應(yīng)器以使重質(zhì)原料蒸發(fā)。重質(zhì)進(jìn)料蒸發(fā)以后，將該烴與催化劑分離以便將此蒸發(fā)的烴噴入有新鮮催化劑和低CCR進(jìn)料的低CCR反應(yīng)器的混合區(qū)中。來(lái)自低CCR進(jìn)料的催化劑也可不先再生而用于高CCR反應(yīng)器。
在每個(gè)實(shí)施方案中，已通過(guò)反應(yīng)器的充滿焦炭的催化劑送到外催化劑再生系統(tǒng)，在那里焦炭在氧化氣體存在下燃燒。該催化劑再生系統(tǒng)可以是任何已知的類(lèi)型，包括單段再生區(qū)或再生器，不過(guò)優(yōu)選的催化劑再生系統(tǒng)包括分開(kāi)的第一和第二催化劑再生區(qū)。
在優(yōu)選的系統(tǒng)中，催化劑是依次地在該第一再生區(qū)和第二再生區(qū)，通過(guò)在含氧氣體存在下燃燒催化劑上的含烴沉積物而連續(xù)再生，燃燒條件是，有效產(chǎn)生相對(duì)富含一氧化碳的第一再生區(qū)煙道氣和有效產(chǎn)生相對(duì)富含二氧化碳的第二再生區(qū)煙道氣，其中第一再生區(qū)的溫度為約1100°F-1300°F，第二再生區(qū)的溫度約為1300°F-1600°F。
在另一個(gè)實(shí)施方案中，分開(kāi)的提升管反應(yīng)器的催化劑是由分開(kāi)的再生區(qū)取出。來(lái)自第一再生區(qū)的部分再生催化劑可用于重質(zhì)進(jìn)料反應(yīng)器中，在那里載有部分焦炭的催化劑對(duì)重質(zhì)進(jìn)料沒(méi)有不利的影響。來(lái)自第二再生區(qū)的充分再生的催化劑用于富石蠟進(jìn)料提升管反應(yīng)器中。為了減少催化劑再生的成本和要求，這個(gè)方案對(duì)某些進(jìn)料是有吸引力的。
通過(guò)參考下面具體實(shí)施方案的詳細(xì)討論和說(shuō)明這些實(shí)施方案的附圖將會(huì)更好理解本發(fā)明的方法和設(shè)備。不過(guò)，必須知道，這些說(shuō)明的實(shí)施方案不會(huì)限制本發(fā)明，因?yàn)樵诓幻撾x本發(fā)明的精神的情況下，在權(quán)利要求的范圍之內(nèi)可以做許多改進(jìn)。
圖1是本發(fā)明的方法和設(shè)備的正視流程圖，該圖顯示出裂化含高康拉遜殘?zhí)亢透皇灲M分的烴進(jìn)料的組合分離/流化催化裂化/再生系統(tǒng)，其中催化劑再生是依次在兩個(gè)分開(kāi)的、相對(duì)較低溫度段和較高溫度段進(jìn)行。
圖2是另一個(gè)可供選擇的方法和設(shè)備的流程圖，其中用了渣油提升管的催化劑取自催化劑再生系統(tǒng)的第一段。
圖3是包括本發(fā)明的變型的提升管的部分正視流程圖，其中提升管在裂化流出物與催化劑分離前排料到一共用管線中。
圖4是包括每個(gè)提升管的各自的分離器的提升管和分離系統(tǒng)的部分正視圖，其中蒸汽出口在分離和急冷之后合并在一起。
圖5是說(shuō)明原料對(duì)使用低稀土、低基體活性催化劑根據(jù)烷烴含量所充許的最大△焦炭的影響的曲線圖。
圖6是各種原油的減壓瓦斯油的化合物類(lèi)型組成分布(wt%)圖。
圖7是說(shuō)明各種化合物類(lèi)型對(duì)轉(zhuǎn)化成430°F物料的轉(zhuǎn)化率的影響的曲線圖。
圖8是表示各種化合物類(lèi)型在FCC中的速度常數(shù)的圖。
圖9是基于API比重/康拉遜殘?zhí)筷P(guān)系的原料特性圖。
圖10是對(duì)圖9數(shù)據(jù)所畫(huà)的澄清油API比重作為△焦炭的函數(shù)的圖。
圖11是作為△焦炭的函數(shù)的焦炭和澄清油收率(wt%)圖。
圖12是本發(fā)明的反應(yīng)器總裝部分的另一個(gè)實(shí)施方案的部分正視圖。
本發(fā)明的催化裂化方法是關(guān)于在分開(kāi)的反應(yīng)器中對(duì)兩種分開(kāi)的烴類(lèi)進(jìn)料進(jìn)行分開(kāi)的并同時(shí)流化催化裂化的方法。這些進(jìn)料分開(kāi)的根據(jù)是每種進(jìn)料中VGO部分的K值以及CCR量，以便得到第一種進(jìn)料，第一種進(jìn)料的特征在于具有高的烷烴濃度、VGO部分具有的K值為12.2或更高以及較低的CCR量;和得到第二種進(jìn)料，第二種進(jìn)料的特征在于具有高的CCR量，以便開(kāi)始就產(chǎn)生較高量的污染物焦炭。將進(jìn)料分開(kāi)的方法可通過(guò)如下方式實(shí)現(xiàn)，即不將重質(zhì)環(huán)烷基常壓重油(如中東油、印度尼西亞Duri油等)與含蠟常壓重油(如印度尼西亞Minas油、馬來(lái)西亞Topis油或中國(guó)大慶油)攙和在一起使用。另外，在下述情況下，即在混合的或單一的進(jìn)料的特征在于具有石蠟特性，進(jìn)料沸點(diǎn)高達(dá)1100°F，并具有高的CCR量的情況下，可通過(guò)下列方法將進(jìn)料分開(kāi)，即將進(jìn)料減壓蒸餾成減壓瓦斯油和減壓渣油餾分，然后將這兩種油分別加工。
可將各個(gè)反應(yīng)器流出物中的催化劑和烴類(lèi)在每個(gè)反應(yīng)器的出口處進(jìn)行分離，或者，優(yōu)選在分離之前將這些反應(yīng)器的流出物混合在一起。在后一種情況下，流出物混合的目的包括(1)盡可能地減少熱降解，以提供一種降低這些反應(yīng)器中的一個(gè)反應(yīng)器溫度的方法，這個(gè)反應(yīng)器是在升高的溫度和/或較高的劑油比下操作，以便通過(guò)使用短的停留時(shí)間(0.1-0.5秒)來(lái)改善反應(yīng)選擇性;(2)提供含有來(lái)自低CCR/石蠟反應(yīng)器的活性催化劑的附加反應(yīng)環(huán)境，以實(shí)現(xiàn)提高來(lái)自高CCR反應(yīng)器的產(chǎn)物的轉(zhuǎn)化率。
另一種變化方法包括使用以短停留時(shí)間方式的高CCR反應(yīng)器，以使在低轉(zhuǎn)化率下基本上流化進(jìn)料;分離烴料和催化劑，然后將烴料送入第二反應(yīng)器，與低CCR進(jìn)料一起加工。
雖然本發(fā)明中反應(yīng)器通常舉例為提升管，但是用于這些操作過(guò)程中的反應(yīng)器或者可以是常規(guī)的FCC提升管，其中油和催化劑在伸長(zhǎng)的圓筒形反應(yīng)器的底部引入，并且當(dāng)在稀相中混合的催化劑和烴垂直向上輸送時(shí)發(fā)生反應(yīng)，或者也可以是美國(guó)專(zhuān)利4814067中所述的一般類(lèi)型的下流式反應(yīng)器。
本發(fā)明的方法是這樣進(jìn)行的，在分開(kāi)的反應(yīng)器中，使用來(lái)自外部的催化劑再生系統(tǒng)的再生催化劑，裂化主要是環(huán)烷基/芳烴重質(zhì)進(jìn)料餾分，該餾分通常稱(chēng)為高CCR常壓重油或減壓渣油，這些油具有的沸程為約1050°F至更高，API為約8至約25，CCR為約4wt%至約16wt%，同時(shí)裂化富石蠟進(jìn)料，該進(jìn)料通常認(rèn)為具有的沸程小于1050°F，API比重為約23至約35，VGO部分的K值為12.2或更高，CCR為0wt%至約6wt%。第二反應(yīng)器與第一反應(yīng)器的相對(duì)進(jìn)料比通常為約0.5-1.5∶1。
但是，我們知道這些餾分所具有的沸點(diǎn)在上述范圍內(nèi)是變化的。因此，當(dāng)在減壓塔中加工自然形成的或摻合的混合物時(shí)，餾分的切割點(diǎn)可隨裝置和進(jìn)料而變化。例如，當(dāng)混合物是重質(zhì)餾分時(shí)，可使用較低的餾分切割點(diǎn)，即在約950°F或更高，并產(chǎn)生較少的餾出物和較多的渣油。另外，如果渣油中殘留較多的瓦斯油，則對(duì)裂化過(guò)程需要加入較少的稀釋劑或者甚至不需加入稀釋劑。此外，根據(jù)進(jìn)料，富石蠟餾分可以是全常壓塔底油。
包括高CCR進(jìn)料和富石蠟進(jìn)料的進(jìn)料如果是單獨(dú)的，不需蒸餾則將其分開(kāi)。若使用混合物，將含有餾分組分包括環(huán)烷基物料或常壓重油和富石蠟減壓瓦斯油的進(jìn)料送入減壓塔，并根據(jù)組分的沸程進(jìn)行分離。如上所述，減壓塔優(yōu)選在約1050°F處切割，然而，可以在950°F這樣的低溫度處切割，以向高CCR餾分，或者甚至全常壓塔底油提供稀釋劑，這要取決于裝置和具體的進(jìn)料。我們還知道分離的渣油組分物流可含有一定量的富石蠟組分。
裂化這種進(jìn)料得到的產(chǎn)物包括(但不限于這些)輕質(zhì)烴料、汽油和從C5沸點(diǎn)至430°F的汽油沸程產(chǎn)物、沸程在430°F至680°F的輕質(zhì)循環(huán)油和沸點(diǎn)高于LCO的重質(zhì)循環(huán)油產(chǎn)物。
參見(jiàn)附圖1，實(shí)現(xiàn)本發(fā)明方法的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施方案的系統(tǒng)通常包括提升管反應(yīng)器裝置3、催化劑再生器系統(tǒng)5和分餾系統(tǒng)7。此外，當(dāng)需要將組分分開(kāi)，即將單一進(jìn)料分離成富石蠟餾分和重質(zhì)渣油餾分時(shí)，則該系統(tǒng)將包括減壓塔140。
反應(yīng)器裝置3的基本部分包括用于裂化富石蠟進(jìn)料的伸長(zhǎng)的提升管反應(yīng)器8、用于裂化重質(zhì)渣油進(jìn)料的伸長(zhǎng)的提升管反應(yīng)器108和含有上部稀釋相部分21和汽提部分23的容器20。
再生器系統(tǒng)5的基本部分包括第一段再生器40、第二段再生器58和催化劑收集器82和83。
分餾系統(tǒng)7大體上是裝有輔助設(shè)備的常規(guī)蒸餾塔98。
本發(fā)明的方法這樣進(jìn)行，通過(guò)管道10將熱的再生催化劑送入第一提升管反應(yīng)器8的混合區(qū)，使催化劑向上流動(dòng)，從而使催化劑在第一提升管反應(yīng)器8中與大量的烴進(jìn)料物流混合。在足以與石蠟烴進(jìn)料形成高溫汽化的混合物或懸浮體的溫度和量下加入催化劑。然后將要催化裂化的富石蠟烴進(jìn)料通過(guò)管道4并通過(guò)在提升管截面上的許多物流引入第一提升管反應(yīng)器8的混合區(qū)，該進(jìn)料是通過(guò)許多水平間隔開(kāi)的進(jìn)料噴嘴(用噴嘴6表示)加入到反應(yīng)器中。
用于加入進(jìn)料的噴嘴6和16優(yōu)選是例如美國(guó)專(zhuān)利4434049(在本文中引用作為參考)所述類(lèi)型的霧化進(jìn)料噴嘴，或者是某些其他適合的高能?chē)娚湓?、水蒸汽、燃料氣、反?yīng)循環(huán)油、二氧化碳、水或某些其它適合的氣體可以作為松動(dòng)氣、流化或稀釋介質(zhì)通過(guò)管道2引入到進(jìn)料噴嘴中，以有利于烴進(jìn)料的霧化或汽化。
提升管8中的裂化條件是這樣設(shè)定的以便由富石蠟進(jìn)料產(chǎn)生的裂化產(chǎn)物含有輕質(zhì)烯烴、裂化汽油和LCO或柴油，并且對(duì)用來(lái)向反應(yīng)加燃料的不足量的焦炭沒(méi)有預(yù)期的限定，這是由于有第二提升管108中的高康拉遜殘?zhí)恐到M分的平行加工過(guò)程，因此，裂化條件不受熱平衡的限制。
含有較低沸點(diǎn)組分的富石蠟進(jìn)料當(dāng)裂化時(shí)往往含有少量的碳，其中烷烴裂化反應(yīng)對(duì)所需產(chǎn)物具有較高的選擇性，而對(duì)C2和更輕的氣體和焦炭具有較低的選擇性。因此，較低沸點(diǎn)烷烴進(jìn)料組分在最佳的條件下裂化，該條件要求最大收率地得到高辛烷值汽油和/或輕質(zhì)循環(huán)油，并具有高的選擇性以及減少催化劑結(jié)垢。
另外，對(duì)于烯烴生產(chǎn)，輕質(zhì)進(jìn)料在高溫下裂化，所用的條件適合于進(jìn)料，并且該條件不會(huì)受到重質(zhì)組分所產(chǎn)生的不利影響。另一種可采用的方法是，輕質(zhì)進(jìn)料在下述條件下裂化，在該條件下通過(guò)短停留時(shí)間的裂化(即0.1-0.5秒)必須達(dá)到預(yù)期的選擇性。這些條件通常包括溫度高于通常溫度(即高于1050°F)和由高劑油比或特殊制備的催化劑帶來(lái)的高催化劑活性。
盡管如此，對(duì)于富石蠟餾分來(lái)說(shuō)，優(yōu)選的裂化條件包括停留時(shí)間在0.1-3秒范圍，優(yōu)選為0.5至2秒、由再生催化劑提供的提升管溫度為1300°F-1600°F、進(jìn)料預(yù)熱溫度為300°F-700°F、提升管出口溫度(ROT)為920°F-1100°F、提升管壓力在15-40Psig范圍。另外，使用停留時(shí)間小于1秒和ROT大于1050°F的條件已經(jīng)得到了好的結(jié)果，特別是將上述條件用于圖3的系統(tǒng)中。
本發(fā)明的方法還可以包括中間噴嘴(未畫(huà)出)，該噴嘴在混合區(qū)之后或反應(yīng)器的反應(yīng)區(qū)之間將溫度調(diào)節(jié)介質(zhì)噴入反應(yīng)器，以便更精細(xì)地調(diào)節(jié)這些反應(yīng)器中的一個(gè)或這兩個(gè)反應(yīng)器中的反應(yīng)區(qū)溫度。這種方法更完全地?cái)⑹鲇诿绹?guó)專(zhuān)利5089349中，并且優(yōu)選使用從圖中所示的管道124排出的LCO循環(huán)油作為溫度調(diào)節(jié)介質(zhì)。
按總進(jìn)料計(jì)，劑油比可為3-12，再生催化劑上的焦炭量為0.3-1.2wt%，并得到總的焦炭量為約3.0-6.0wt%。劑油比優(yōu)選這樣確定以保持△焦炭為1.0或更少。如果使用稀釋劑，則通過(guò)管道2加入的稀釋劑的量可隨富石蠟進(jìn)料與用于調(diào)節(jié)的稀釋劑的比率而變化。例如，如果用蒸汽作為稀釋劑，則其存在量為約2-約8wt%(按富石蠟進(jìn)料加入量計(jì))。
第一反應(yīng)器的流出物含有催化轉(zhuǎn)化的裂化產(chǎn)物和懸浮催化劑顆粒的混合物，該流出物通過(guò)提升管8的上部，在由26a表示的懸浮體分離器(例如慣性分離器)中經(jīng)過(guò)初級(jí)分離，該初級(jí)分離優(yōu)選包括急冷，和/或該流出物通過(guò)一個(gè)或多個(gè)位于容器20上部的旋風(fēng)分離器28以將揮發(fā)性烴類(lèi)和催化劑顆粒進(jìn)一步分離。以08/041，680再申請(qǐng)的流水號(hào)為07/756，479的專(zhuān)利申請(qǐng)(在本文引入作為參考)中所述的分離器特別適用于本發(fā)明的系統(tǒng)。分離出的汽態(tài)烴、稀釋劑、汽提的氣態(tài)物質(zhì)等通過(guò)管道90排出，并送到產(chǎn)物回收裝置，下文將更詳細(xì)描述。
如上所述，富石蠟進(jìn)料餾分在第一提升管8中進(jìn)行裂化反應(yīng)，與此同時(shí)，將來(lái)自第二再生區(qū)58的熱的新鮮再生催化劑通過(guò)管道12送入第二提升管反應(yīng)器108的混合區(qū)，并使催化劑向上流動(dòng)。然后，將要催化裂化的高CCR餾分通過(guò)管道14引入伸長(zhǎng)的第二提升管反應(yīng)器108的混合區(qū)。該渣油通過(guò)在提升管截面上的許多物流通過(guò)許多水平間隔開(kāi)的進(jìn)料噴嘴(用16表示)加入到提升管中。噴嘴16優(yōu)選是霧化進(jìn)料噴嘴或上述類(lèi)型的類(lèi)似的高能?chē)娮臁?br> 在與隨后加入到混合區(qū)的高CCR烴進(jìn)料足以形成高溫汽化混合物或懸浮體的溫度和量下將催化劑加入到第二提升管108的混合區(qū)中。象在第一提升管反應(yīng)器8中那樣，蒸汽、燃料氣、反應(yīng)循環(huán)油或某些其他適合的氣體可通過(guò)管道2加入到進(jìn)料噴嘴16中以有利于烴類(lèi)進(jìn)料的霧化和/或汽化，或者作為松動(dòng)氣、流化或稀釋介質(zhì)。第二提升管108的混合區(qū)中的溫度在約950°F至約1150°F范圍內(nèi)。
如此形成的高溫懸浮體包括環(huán)烷烴、稀釋劑、流化氣體等以及懸浮(流化)催化劑，然后該懸浮體通過(guò)提升管108，提升管108的操作與第一提升管8無(wú)關(guān)，提升管108以這樣的方式操作，即選擇催化裂化高CCR進(jìn)料生成所需產(chǎn)物，該產(chǎn)物包括高辛烷值汽油和汽油前體以及輕質(zhì)烯烴。
如圖1所示，來(lái)自再生器的第二段58的熱的新鮮再生催化劑在通常高于1300°F的溫度下加入到第二提升管108的混合區(qū)。將重質(zhì)渣油進(jìn)料預(yù)熱至約300°F至約700°F，并噴入到第二伸長(zhǎng)的提升管反應(yīng)器108的混合區(qū)中。第二提升管108的混合區(qū)的溫度保持在約950°F至約1150°F，提升管108中的物料停留時(shí)間為0.5-4秒，優(yōu)選1-2秒，提升管出口溫度在950-1100°F之間。
為了由高CCR進(jìn)料選擇生產(chǎn)所需的裂化產(chǎn)物，第二提升管反應(yīng)器108中的優(yōu)選裂化條件要考慮到下列因素，催化劑上沉積的重質(zhì)碳，例如含烴物質(zhì)或生成的焦炭(其可由重質(zhì)進(jìn)料渣油和類(lèi)似的進(jìn)料大量地產(chǎn)生)在裂化石蠟基進(jìn)料時(shí)對(duì)汽油選擇性的不利影響比在裂化環(huán)烷基進(jìn)料時(shí)對(duì)汽油選擇性的不利影響要大，盡管重質(zhì)碳對(duì)上述兩種情況都有不利影響。因此，在汽油選擇性方面純粹的優(yōu)點(diǎn)通過(guò)下面方法得到，在沒(méi)有重質(zhì)進(jìn)料和抑制低速反應(yīng)的富石蠟進(jìn)料轉(zhuǎn)化的大量焦炭沉積的情況下，使低CCR富石蠟進(jìn)料在與第二提升管反應(yīng)器108無(wú)關(guān)的第一提升管反應(yīng)器8中進(jìn)行裂化。
此外，通過(guò)使用分開(kāi)的提升管反應(yīng)器8和108，使進(jìn)料轉(zhuǎn)化最佳化，從而在具有單元催化劑再生系統(tǒng)的操作中改善了所需的產(chǎn)率，雖然減少了由富石蠟進(jìn)料組分生成的焦炭，但熱平衡仍可保持。因此，我們知道在此所述的催化劑上碳的這種作用和稀釋劑的作用是無(wú)關(guān)的，并且在本發(fā)明的方法中可以以有利的方式操作，從而在整個(gè)系統(tǒng)中協(xié)同操作和提高汽油選擇性。
提高石蠟進(jìn)料的催化轉(zhuǎn)化得到了對(duì)渣油餾分加工所得不到的高產(chǎn)率汽油產(chǎn)物。此外，渣油組分的轉(zhuǎn)化可能產(chǎn)生更多的廢催化劑，但仍能得到更好的汽油生產(chǎn)。
圖2顯示了本發(fā)明的另一種形式，其中用于渣油裂化的第二提升管108中的催化劑來(lái)自第一再生器40而不是來(lái)自催化劑已完全再生的第二再生器58，在第一再生器40中，催化劑處于部分再生狀態(tài)，即約40-80%，更優(yōu)選約60%的焦炭被除去。在圖1的實(shí)施方案中，用于富石蠟VGO裂化的第一提升管8中的催化劑來(lái)自其己完全再生的第二再生器58。
在第二提升管108中使用部分再生的催化劑是可能的，因?yàn)榧尤氲降诙嵘?08中的渣油可被部分結(jié)焦的催化劑裂化。部分再生催化劑，即在反應(yīng)過(guò)程中該催化劑上形成的焦炭的約20%-約80%，優(yōu)選為約60%的焦炭在第一再生器40中被除去，該部分再生催化劑來(lái)自第一再生器40的催化劑床38的底部，即在氣體分配環(huán)44以下在接近進(jìn)入提升管52的入口的地方，提升管52將部分再生催化劑從第一再生器40輸送到第二再生器58。
如圖2所示，來(lái)自第一再生器40的催化劑床38的底部的部分再生催化劑由管線150取出，并通過(guò)流量控制閥152控制，通過(guò)管線12通入第二提升管108的催化劑噴射區(qū)。
因此，本領(lǐng)域普通技術(shù)人員都知道，本發(fā)明的方法除了提供選擇控制特殊進(jìn)料組分的最佳裂化條件外，還提供了由進(jìn)料得到更高總收率的方法，所述進(jìn)料不包括必需相容的組分。這個(gè)結(jié)果可通過(guò)下述方法得到，即使用再生來(lái)自?xún)蓚€(gè)提升管的催化劑的催化劑再生系統(tǒng)以保持有利于反應(yīng)的總熱平衡，但是，單獨(dú)加工富石蠟進(jìn)料，該進(jìn)料不能向其自身反應(yīng)提供燃料;或者加工混合的未分開(kāi)的進(jìn)料，該過(guò)程需要將催化劑冷卻，這兩種加工方法都不能得到有利于反應(yīng)的總熱平衡。
根據(jù)上述情況，高CCR進(jìn)料優(yōu)選在下列條件下在第二提升管108中催化裂化，所述條件包括停留時(shí)間為約1-約4秒，進(jìn)料預(yù)熱溫度為約450°F-約700°F，提升管反應(yīng)器混合區(qū)出口溫度為約950°F-約1150°F，催化劑入口溫度為約1000°F-約1300°F，提升管反應(yīng)器出口溫度為約950°F-1100°F，提升管壓力為15至40磅/吋2(表壓)。第二提升管反應(yīng)器中劑油比(基于總進(jìn)料)可在8-12范圍，再生催化劑上形成的焦炭為約0.8-約1.5wt%，形成的總焦炭為約12-約20wt%。
再參考圖5，可確定進(jìn)料對(duì)允許的△焦炭的影響，在低殘?zhí)恐迪虑€上急劇下降的尾部是由于催化劑的最小進(jìn)料區(qū)結(jié)焦所引起的。對(duì)于產(chǎn)生低焦炭量的新鮮進(jìn)料，由于△焦炭增加，劑油比迅速下降，在提升管的某一點(diǎn)將不再發(fā)生催化作用。由于需要高的催化劑活性，含有高含量烷烴的進(jìn)料因此被限制于較低的△焦炭上，在這種情況下，在相對(duì)來(lái)說(shuō)沒(méi)有進(jìn)料污染物存在下，用劑油比來(lái)確定催化劑活性。對(duì)高石蠟基進(jìn)料來(lái)說(shuō)，由于殘?zhí)吭黾?，進(jìn)料區(qū)中催化劑的立即結(jié)焦也增加，并且最大△焦炭迅速降低。對(duì)較低石蠟基進(jìn)料來(lái)說(shuō)，曲線也更平滑。
隨著殘?zhí)吭黾?，曲線變得平滑，這是由于需要更高的劑油比，這樣勢(shì)必稀釋了進(jìn)料區(qū)中更高的殘?zhí)克a(chǎn)生的污染物(高殘?zhí)勘硎靖呓固慨a(chǎn)量，因此，要降低△焦炭，則劑油比明顯增加)。使用催化劑冷卻器可使操作在較高的焦炭產(chǎn)量下進(jìn)行，但是必須循環(huán)的催化劑量也會(huì)急劇增加，這樣就降低了效率。因此，優(yōu)選設(shè)定的劑油比應(yīng)保持△焦炭為約1.0或更小。
第二提升管反應(yīng)器108的流出物包括汽化烴-催化劑懸浮體，該懸浮體包括環(huán)烷基渣油轉(zhuǎn)化得到的催化裂化產(chǎn)物，該流出物通過(guò)第二提升管108的上端，在如上述的懸浮體分離器26b中經(jīng)過(guò)初級(jí)分離，優(yōu)選經(jīng)過(guò)急冷，和/或如上所述，該流出物通過(guò)位于容器20上部的一個(gè)或多個(gè)旋風(fēng)分離器28以進(jìn)一步分離揮發(fā)性烴和催化劑題粒。分離出的汽態(tài)烴、稀釋劑、汽提氣態(tài)物質(zhì)等在與來(lái)自提升管反應(yīng)器8裂化操作的這些物質(zhì)混合之前或之后通過(guò)管道90排出以進(jìn)行進(jìn)一步急冷，并通入到下述產(chǎn)物回收裝置。
在另一個(gè)實(shí)施方案中，如圖12所示，同時(shí)加工高和低CCR進(jìn)料，來(lái)自焦油分離200的未汽化的高CCR進(jìn)料沿管線14a加入到反應(yīng)器108a中，并在混合區(qū)與來(lái)自管道12a的催化劑混合。重質(zhì)進(jìn)料在溫度為約950°-約1050°F、停留時(shí)間為0.2-0.5秒條件下進(jìn)行加工，并在高劑油比環(huán)境中汽化烴。然后在分離器28a中將汽化的烴與催化劑分離，通過(guò)管道34a將催化劑送入催化劑再生系統(tǒng)5，汽化的烴沿管道91通入到低CCR反應(yīng)器8a的混合區(qū)，并與低CCR進(jìn)料和新鮮催化劑一起加工。低CCR反應(yīng)器在如上所述的溫度、停留時(shí)間和劑油比條件下操作。低CCR反應(yīng)器8a得到的產(chǎn)物氣體在分離區(qū)27中與催化劑分離，然后將產(chǎn)物氣體經(jīng)管道90a送到區(qū)7中的下游處理過(guò)程。來(lái)自焦油分離器200的汽化的高CCR進(jìn)料通過(guò)管線14b，并與流出高CCR反應(yīng)器108a的汽化的高CCR進(jìn)料混合。另外，來(lái)自低CCR反應(yīng)器8a的催化劑不需再生就再可用作高CCR反應(yīng)器108a中的催化劑。
在優(yōu)選實(shí)施方案中，一旦得到了產(chǎn)物氣體，來(lái)自提升管反應(yīng)器8和108的裂化過(guò)程的廢催化劑則被分離器26a和26b以及旋風(fēng)分離器28分離出。廢催化劑帶有裂化的含烴產(chǎn)物或焦炭以及沉積在上面的金屬污染物，這些廢催化劑以催化劑床層30的形式收集在容器20的下部。汽提氣如水蒸汽通過(guò)管道32通入到床層的下部或底部。汽提過(guò)的催化劑從容器20流到催化劑接受器34，然后通過(guò)流量控制閥V34和管道36流到催化劑床層38，并在第一再生器40中進(jìn)行再生。含氧再生氣如空氣通過(guò)與空氣分配環(huán)44連通的管道42通入到床層38的底部。再生區(qū)40按照本領(lǐng)域已知的方法操作，并保持在相對(duì)低的再生操作溫度條件下，溫度通常低于1300°F，優(yōu)選低于1260°F。選擇第一再生區(qū)40中的條件以達(dá)到至少部分燃燒和除去沉積的炭和基本上所有的與因催化裂化而沉積的含烴物質(zhì)有關(guān)的氫。
第一再生區(qū)40中進(jìn)行的燃燒是這樣的條件下完成的，即形成富含一氧化碳的第一再生區(qū)煙道氣流。用一個(gè)或多個(gè)旋風(fēng)分離裝置(如46所表示的分離器)將所述的煙道氣流與夾帶的催化劑細(xì)粉分離開(kāi)。這樣用旋風(fēng)分離器從富含一氧化碳的煙道氣中分離出的催化劑通過(guò)適合的料腿再返回到催化劑床層38中。從第一再生區(qū)40中的旋風(fēng)分離器46回收的富一氧化碳煙道氣通過(guò)管道50，例如，可直接送到一氧化碳鍋爐或焚化爐和/或煙道氣冷卻器(均未畫(huà)出)，以便通過(guò)更完全地燃燒其中存在的一氧化碳來(lái)產(chǎn)生蒸汽，然后與其他過(guò)程煙道氣流混合并將其通到動(dòng)力回收原動(dòng)機(jī)組。
因此，在第一再生區(qū)中再生條件是這樣選擇的，即通過(guò)除去催化劑上的含烴沉積物，即除去40-80%，更優(yōu)選約60%沉積在催化劑上的焦炭而只是部分再生催化劑。足夠的殘?zhí)紤?yīng)留在催化劑上，以便在第二催化劑再生區(qū)58中達(dá)到更高的催化劑顆粒溫度，即高于1300°F，因?yàn)橐笤诘诙呋瘎┰偕鷧^(qū)中通過(guò)催化劑與過(guò)量的含氧再生氣體燃燒來(lái)達(dá)到實(shí)質(zhì)上完全除去催化劑顆粒上的炭。
如圖1所示，來(lái)自第一再生區(qū)40中的部分再生的催化劑，這時(shí)該催化劑上基本上無(wú)氫并具有限制量的殘?zhí)砍练e物，將該催化劑從床層38的下部取出并通過(guò)提升管52向上輸送而排放到在上面的分開(kāi)的第二催化劑再生區(qū)58中的催化劑密相流化床54的下部。提升氣如壓縮空氣通過(guò)包括流量控制裝置(未畫(huà)出)的空心桿式旋塞閥60通入到提升管52的底部入口。
如上所述，第二催化劑再生區(qū)58中的條件是這樣設(shè)定的以便基本上完全除去在第一再生區(qū)40中未除去的催化劑上的炭。另外，再生氣如空氣或富氧氣體通過(guò)與氣體分配器如空氣分配環(huán)64相通的管道62通入到床層54中。
如圖1所示，包含在第二再生區(qū)中的容器58是基本上沒(méi)有暴露的金屬內(nèi)部部件和旋風(fēng)分離器，因此可以進(jìn)行所要求的高溫再生過(guò)程而不會(huì)產(chǎn)生與建造材料有關(guān)的溫度問(wèn)題。第二催化劑再生區(qū)58通常是有耐熱襯里的容器或由本領(lǐng)域已知的其它適合的耐熱材料制成，其中催化劑高溫再生是在沒(méi)有氫氣或形成的水蒸汽存在下但存在足夠氧氣的條件下進(jìn)行，以便基本上完全燃燒密相催化劑床層中的一氧化碳以形成富二氧化碳煙道氣。因此，溫度條件和氧氣濃度可以不受限制，并且允許超過(guò)1600°F，或者按要求基本上完全燃燒碳。但是，對(duì)目前的催化劑來(lái)說(shuō)，溫度一般保持在1300°F和1400°F之間。
在這種催化劑再生環(huán)境中，經(jīng)過(guò)第一個(gè)溫度受限制的再生區(qū)40再生的催化劑上殘留的殘?zhí)砍练e物在第二個(gè)溫度不受限制的再生區(qū)58中基本上被完全除去。因此，對(duì)第二再生區(qū)的容器58中的溫度沒(méi)有特別限制上限，除非可能受到其中要除去的炭量的限制以及催化裂化一再生操作的熱平衡限制。催化操作的熱平衡在本發(fā)明中特別重要，其中在第一提升管中的反應(yīng)不必產(chǎn)生足夠向該反應(yīng)加燃料的焦炭。
如上所述，足以維持催化劑上殘?zhí)咳紵⑶耶a(chǎn)生相對(duì)富含二氧化碳的煙道氣的足量氧氣加入到容器58中。這樣產(chǎn)生的富CO2煙道氣與從密相流化催化劑床層54夾帶的一些催化劑顆粒一起進(jìn)入上面更分散的催化劑相中，由此煙道氣通過(guò)一個(gè)或多個(gè)由70和72表示的管道排出，管道72與一個(gè)或多個(gè)用74表示的旋風(fēng)分離器相通。在旋風(fēng)分離器中從熱煙道氣分離出的催化劑顆粒通過(guò)料腿76流到第二再生區(qū)58中的催化劑床層54中。來(lái)自旋風(fēng)分離器74的不含催化劑細(xì)粉的富二氧化碳煙道氣和維持燃燒量的CO通過(guò)一個(gè)或多個(gè)管道78回收，并且，例如如上所述用來(lái)與第一再生區(qū)的煙道氣混合。
如圖1所示，在第二再生區(qū)58中在高溫下再生的催化劑顆粒由有耐熱襯里的管道80和81引出，并分別進(jìn)入收集器82和83中，然后通過(guò)管道84和85以及流量控制閥V84和V85流到分別與提升管反應(yīng)器8和108相通的管道10和12中。可將松動(dòng)氣通過(guò)管道86加入到容器82和83的下部，管道86與氣體分配器如在容器82和83中的空氣分配環(huán)相通。從容器82和83的上部排出的氣體通過(guò)管道88流入容器58的上部分散的催化劑相中。
分離出的氣體混合物含有分離出的汽態(tài)烴和由提升管反應(yīng)器8和108中裂化操作所裂化得到的烴產(chǎn)物，該氣體混合物經(jīng)管道90排出，并經(jīng)輸送管道94直接輸送到主分餾塔98的下部，在分餾塔98中產(chǎn)物蒸氣可分餾成許多所需組分的餾分。
從塔98的頂部流出的氣體餾分可經(jīng)管道100排出，并進(jìn)入“濕氣”壓縮機(jī)102，然后通過(guò)管道104進(jìn)入氣體分離裝置106。輕質(zhì)液體餾分含有FCC輕質(zhì)油和較輕的C3-C6烯烴，該液體餾分通過(guò)管道107也從塔98的頂部排出，并流入氣體分離裝置106。沸點(diǎn)在C5-430°F范圍內(nèi)的液體冷凝物經(jīng)管道110從氣體分離裝置106排出，該冷凝液的一部分作為回流油返回到主分餾塔98以保持所需的輕質(zhì)油產(chǎn)物餾分的干點(diǎn)在約400°F-430°F范圍內(nèi)。
另外，從蒸餾塔98的頂部排出的重質(zhì)FCC汽油餾分可作為貧油經(jīng)管道114流入到氣體發(fā)生裝置106。
含有粗汽油沸程的烴的輕質(zhì)循環(huán)瓦斯油(LCO)/蒸餾餾分經(jīng)管道124從塔98排出，該LCO/蒸餾餾分具有的初沸點(diǎn)在約300°F-約430°F范圍、干點(diǎn)為約600°F-670°F。
在本發(fā)明的方法和設(shè)備中也希望將部分這樣產(chǎn)生的LCO/餾分通過(guò)管道124送到管道14以便作為稀釋劑與重質(zhì)環(huán)烷烴/芳烴進(jìn)料物流混合。另外，管道124中的LCO也可用位于一個(gè)或兩個(gè)反應(yīng)器下游的混合區(qū)處的中間噴嘴(未畫(huà)出)加入混合區(qū)以便更精確地控制混合區(qū)出口溫度，和/或?qū)⒃揕CO在這些反應(yīng)器的反應(yīng)區(qū)之間加入以控制反應(yīng)區(qū)溫度。
具有初沸點(diǎn)為約600°F-約670°F的非餾出物重質(zhì)循環(huán)瓦斯油(HCO)餾分在塔的中間點(diǎn)但低于所述LCO/蒸餾餾分排出點(diǎn)的地方經(jīng)管道126從塔98排出。
含有非餾出物HCO沸點(diǎn)物質(zhì)的油漿在約600°F-700°F溫度下經(jīng)管道132從塔98的底部排出?？蓪⒃撚蜐{的一部分從管道132通到廢熱蒸汽發(fā)生器134中，在此這部分油漿被冷卻至約450°F。從廢熱蒸汽發(fā)生器134流出的冷卻油漿作為另一種回流油經(jīng)管道138流到塔98的下部。這樣產(chǎn)生的油漿的第二部分作為產(chǎn)物油漿經(jīng)管道136流出。
由提升管反應(yīng)器8和108得到的產(chǎn)物的典型評(píng)價(jià)示于表Ⅲ中，其中包括本發(fā)明的各個(gè)反應(yīng)器的產(chǎn)物分布以及總的產(chǎn)物分布。表Ⅲ還說(shuō)明了單一提升管對(duì)未分開(kāi)的進(jìn)料所得到的對(duì)比結(jié)果。
表Ⅳ是本發(fā)明方法的典型評(píng)價(jià)的第二個(gè)實(shí)例，其中同樣包括由分開(kāi)的提升管得到的產(chǎn)物分布以及總收率，還包括沒(méi)有催化劑冷卻的單一提升管、帶有催化劑冷卻的單一提升管以及帶有提高的催化劑冷卻的單一提升管的對(duì)比實(shí)例。比較催化劑冷卻步驟是特別有關(guān)系的，因?yàn)槠渲写呋瘎├鋮s步驟是本發(fā)明之前用來(lái)處理高焦炭進(jìn)料的已知方法。
表Ⅴ是本發(fā)明所介紹的雙反應(yīng)器體系與應(yīng)用相同進(jìn)料的單一反應(yīng)器對(duì)比的另一個(gè)對(duì)比實(shí)施例。反應(yīng)器設(shè)定在最大汽油收率條件下并帶有催化劑冷卻步驟。
本發(fā)明的設(shè)備和方法可用于使用第一和第二(尤其是低溫和高溫)催化劑再生區(qū)的任何結(jié)合的流化催化裂化一再生過(guò)程中，這對(duì)本領(lǐng)域熟練的技術(shù)人員來(lái)說(shuō)是顯而易見(jiàn)的。例如，除了附圖的實(shí)施方案中所述的“疊加式”再生區(qū)外，本發(fā)明也可使用“并排式”催化劑再生區(qū)布置。本文所引用的所有專(zhuān)利和出版物都作為參考文獻(xiàn)而引入。
權(quán)利要求
1.一種同時(shí)催化裂化富石蠟烴進(jìn)料和具有4-16wt%CCR的重質(zhì)進(jìn)料以產(chǎn)生裂化產(chǎn)物氣體的方法，所述的富石蠟烴進(jìn)料包括具有K值為12.2或更高的VGO部分和0-6wt%CCR的烴進(jìn)料，該方法包括步驟將再生催化劑送入第一反應(yīng)器；在以保持Δ焦炭為1.0或更小的劑油比下將富石蠟烴進(jìn)料送入第一反應(yīng)器；將第一反應(yīng)器排出的裂化產(chǎn)物氣體與廢催化劑分離；將至少部分再生催化劑送入第二反應(yīng)器；將重質(zhì)進(jìn)料送入第二反應(yīng)器；將第二反應(yīng)器排出的裂化產(chǎn)物氣體與廢催化劑分離；將來(lái)自第一和第二反應(yīng)器的裂化產(chǎn)物氣體通入一個(gè)共同的管線并送入下游加工裝置中；將來(lái)自第一和第二反應(yīng)器的廢催化劑送入催化劑再生系統(tǒng)。
2.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中富石蠟烴進(jìn)料的沸點(diǎn)低于約1050°F。
3.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其中富石蠟烴進(jìn)料的沸點(diǎn)低于約950°F。
4.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中富石蠟烴進(jìn)料在停留時(shí)間在0.1-3秒之間、反應(yīng)器出口溫度為約920°F-約1200°F的條件下裂化。
5.根據(jù)權(quán)利要求4的方法，其中重質(zhì)進(jìn)料在停留時(shí)間在0.5-4秒之間、反應(yīng)器出口溫度為約950°F-約1100°F的條件下裂化。
6.根據(jù)權(quán)利要求5的方法，其中催化劑和進(jìn)料以劑油比為3-8加入到第一反應(yīng)器中，以劑油比為5-12加入到第二反應(yīng)器中。
7.根據(jù)權(quán)利要求6的方法，其中加入到第一反應(yīng)器的進(jìn)料以進(jìn)料量為1加入，加入到第二反應(yīng)器的相對(duì)進(jìn)料量為0.5-1.5。
8.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中催化劑再生系統(tǒng)包括一個(gè)具有第一段和第二段的系統(tǒng)，其中催化劑在第一段中部分再生，將來(lái)自第一段的部分再生催化劑送入第二段，在第二段中催化劑被完全再生。
9.根據(jù)權(quán)利要求8的方法，還包括步驟將來(lái)自再生系統(tǒng)的第一段的部分再生催化劑送入第二反應(yīng)器，在第二反應(yīng)器中重質(zhì)油被裂化。
10.根據(jù)權(quán)利要求9的方法，其中部分再生催化劑是在催化劑再生系統(tǒng)的第一段中約40%-約80%被再生。
11.根據(jù)權(quán)利要求8的方法，其中送入第二反應(yīng)器的催化劑被完全再生，并且該催化劑取自再生系統(tǒng)的第二段。
12.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中富石蠟進(jìn)料和重質(zhì)進(jìn)料產(chǎn)自單一進(jìn)料源，并且包括在減壓塔中將所述的單一進(jìn)料源分離成其石蠟基組分和重質(zhì)組分的另外步驟。
13.根據(jù)權(quán)利要求12的方法，其中富石蠟進(jìn)料是全常壓塔底油。
14.根據(jù)權(quán)利要求12的方法，其中富石蠟進(jìn)料是沸點(diǎn)低于約950°F-1050°F的減壓塔餾分，重質(zhì)進(jìn)料是沸點(diǎn)高于約950°F-1050°F的減壓塔餾分。
15.根據(jù)權(quán)利要求12的方法，其中富石蠟進(jìn)料是沸點(diǎn)低于1050°F的減壓塔餾分，重質(zhì)進(jìn)料是沸點(diǎn)高于1050°F的減壓塔餾分。
16.根據(jù)權(quán)利要求12的方法，其中富石蠟進(jìn)料是沸點(diǎn)低于950°F的減壓塔餾分，重質(zhì)進(jìn)料是沸點(diǎn)高于950°F的減壓塔餾分。
17.根據(jù)權(quán)利要求8的方法，其中催化劑再生系統(tǒng)在下述工藝條件下操作第一段再生溫度低于1300°F以形成富一氧化碳的第一再生煙道氣，第二再生區(qū)溫度為約1300°F-約1600°F以形成富CO2第二再生煙道氣。
18.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中第一反應(yīng)器處于下列條件停留時(shí)間為約0.1-約3秒，反應(yīng)器出口溫度為約920°F-1200°F，劑油比為約3-約8，第二反應(yīng)器處于下列條件停留時(shí)間為約0.5-約4秒，反應(yīng)器出口溫度為約950°F-約1100°F，劑油比為約5-約12。
19.根據(jù)權(quán)利要求18的方法，其中第一反應(yīng)器中的停留時(shí)間約0.5-約2秒，第二反應(yīng)器中的停留時(shí)間為約1-約2秒。
20.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，還包括步驟在催化劑與裂化產(chǎn)物氣體分離之前，將來(lái)自第一和第二反應(yīng)器的裂化氣體和催化劑送入一個(gè)共用的管道。
21.一種同時(shí)裂化富石蠟烴進(jìn)料和重質(zhì)進(jìn)料的設(shè)備，包括用于裂化富石蠟烴進(jìn)料并且裂化終止于出口的第一反應(yīng)器;用于將富石蠟進(jìn)料送入第一反應(yīng)器的設(shè)備;用于裂化重質(zhì)進(jìn)料并且裂化終止于出口的第二反應(yīng)器;用上將重質(zhì)進(jìn)料送入第二反應(yīng)器的設(shè)備;催化劑再生器;用于將來(lái)自催化劑再生器的至少部分再生催化劑送入第一和第二反應(yīng)器的設(shè)備;與第一和第二反應(yīng)器的出口相通的共用管道;用于分離裂化產(chǎn)物氣體和廢化劑的設(shè)備。
22.一種同時(shí)裂化富石蠟烴進(jìn)料和重質(zhì)進(jìn)料的設(shè)備，包括用于裂化富石蠟烴進(jìn)料的第一反應(yīng)器;用于將富石蠟烴進(jìn)料送入第一反應(yīng)器的設(shè)備;用于裂化重質(zhì)進(jìn)料的第二反應(yīng)器;用于將重質(zhì)進(jìn)料送入第二反應(yīng)器的設(shè)備;兩段催化劑再生系統(tǒng);用于將來(lái)自?xún)啥卧偕鞯牡谝欢蔚闹辽俨糠衷偕呋瘎┧腿氲诙磻?yīng)器的設(shè)備;用于將來(lái)自?xún)啥卧偕飨到y(tǒng)的第二段的完全再生催化劑送入第一反應(yīng)器的設(shè)備。
23.一種同時(shí)催化裂化具有K值為12.2或更高的VGO部分和0-6wt%CCR的富石蠟烴進(jìn)料和4-16wt%CCR重質(zhì)進(jìn)料生產(chǎn)裂化產(chǎn)物氣體的方法，該方法包括步驟將再生催化劑送入第一反應(yīng)器的混合區(qū);將富石蠟烴進(jìn)料送入第一反應(yīng)器的混合區(qū);將汽化重質(zhì)進(jìn)料送入第一反應(yīng)器;分離第一反應(yīng)器排出的裂化產(chǎn)物氣體和加工催化劑;將來(lái)自第一反應(yīng)器的加工催化劑送入第二反應(yīng)器的混合區(qū);將液體重質(zhì)烴加入到第二反應(yīng)器的混合區(qū);分離第二反應(yīng)器排出的汽化重質(zhì)進(jìn)料和廢催化劑;將廢催化劑送入再生區(qū);將汽化的重質(zhì)進(jìn)料送入第一反應(yīng)器。
24.根據(jù)權(quán)利要求23的方法，其中第一反應(yīng)器處于下列條件停留時(shí)間為約0.1-約3秒，反應(yīng)器出口溫度為約920°F-約1200°F，劑油比為約8-約3，其中第二反應(yīng)器處于下列條件停留時(shí)間為約0.2-約0.5秒，反應(yīng)器出口溫度為約950°F-約1050°F，劑油比為約4-約10。
全文摘要
一種同時(shí)催化裂化富石蠟進(jìn)料和重質(zhì)進(jìn)料的方法，其中進(jìn)料在分開(kāi)的反應(yīng)器中與再生催化劑固體顆粒進(jìn)行催化裂化反應(yīng)之前被分離開(kāi)。該方法提供了石蠟基組分和重質(zhì)環(huán)烷基組分的分別的最佳裂化，同時(shí)保持了總的熱平衡。
文檔編號(hào)C10G11/18GK1089641SQ9311785
公開(kāi)日1994年7月20日 申請(qǐng)日期1993年8月18日 優(yōu)先權(quán)日1992年8月20日
發(fā)明者A·R·約翰遜, J·L·羅斯, A·V·沙拉夫 申請(qǐng)人:史東及韋伯斯特工程公司