用于提高汽油中心餾分質量的流化催化裂化方法

專利名稱：用于提高汽油中心餾分質量的流化催化裂化方法
技術領域：
本發明一般涉及用于流化催化裂化(FCC)重質烴物流例如真空瓦斯油和殘油的方法。本發明更確切地涉及一種用于在FCC反應區中分分別使傳統FCC料流和汽油原料發生反應的方法。
背景技術：
烴類的流化催化裂化是由重質烴原料例如真空瓦斯油或殘余原料生產汽油和輕質烴產品的主要方法。裂化大的烴分子以及重質烴原料，使大的烴分子鏈斷裂，從而生成較輕的烴類。將這些較輕的烴類作為產品回收并可以直接使用，或者將其進一步加工以提升其相對重質烴原料的辛烷桶產率。
自二十世紀四十年代初期以來就存在用于流化催化裂化烴類的基本裝置或設備。FCC方法的基本組件包括反應器、再生器和催化劑汽提塔。反應器包括烴原料與催化劑顆粒接觸的接觸區和將裂化反應產生的產物蒸氣與催化劑分離的分離區。在催化劑汽提塔中進一步分離產物，該塔接收來自分離區的催化劑并通過與蒸汽或者其他汽提介質逆流接觸的方法從催化劑中除去夾帶的烴類。
不論起始原料是真空瓦斯油、殘油或者其他沸點相對較高的烴類原料，FCC工藝都是通過起始原料與細微固體材料或固體顆粒組成的催化劑接觸而實現的。將氣體或者蒸氣以足夠的速度通過催化劑以產生所需要的流體傳輸的模式，從而使催化劑象流體一樣傳送。油料與流態化物質接觸促使裂化反應進行。裂化反應使焦炭沉積在催化劑上。焦炭由氫和碳組成，并且可以包括其它微量物質，例如隨起始原料進入工藝過程的硫和金屬。焦炭通過阻塞催化劑表面上發生裂化反應的活性中心而損害催化劑的催化活性。通常將催化劑從汽提塔供至再生器，目的是用含氧氣體進行氧化反應而除去焦炭。比汽提塔中催化劑的焦炭含量減少的催化劑物料在下文中被稱作再生催化劑。該催化劑被收集起來送回反應區。氧化催化劑表面的焦炭會釋放大量熱量，其中一部分隨焦炭氧化的氣態產物(通常被稱作煙道氣)離開再生器。其余的熱量隨再生催化劑離開再生器。流態化催化劑連續不斷地從反應區循環至再生區，然后再循環至反應區。流態化催化劑既提供催化作用，又擔當區域間傳輸熱量的工具。排出反應區的催化劑被稱作是廢催化劑，即由于焦炭沉積在催化劑上而部分失活。各種接觸區、再生區和汽提區以及用于在各區間傳輸催化劑的裝置的具體細節是本領域技術人員熟知的。
FCC單元將瓦斯油或者較重的原料裂化成寬范圍的產物。來自FCC反應器的裂化蒸氣進入分離區，該區通常以主塔的形式存在，提供氣體物流、汽油餾分、循環油和重質殘余組分。汽油餾分包括輕質汽油組分和重質汽油組分。重質汽油餾分的主要成分包括重質的單環芳烴。
公開陳述US-A 3,776,838說明了用流化催化裂化工藝裂化石腦油物流。
US-A 5,372,704公開了一種用于再裂化FCC石腦油的FCC裝置。該方法可以裂化重質石腦油(定義其沸點范圍為149℃-218℃(300°F-425°F))或者含有全餾程汽油的一般石腦油。
US-A 5,176,815公開了在FCC汽提塔中使用獨立的反應區，從而在FCC反應區中轉化初級原料和各種被分離的二次原料。
US-A 5,310,477進一步采用相同裝置用于初級FCC反應產生的重質汽油餾分的特殊接觸過程。
發明概述本發明的目的是用廢催化劑在低苛刻條件下裂化汽油組分的中心餾分，從而驚人地提高汽油辛烷值并提高C8芳烴的產量，同時產生的干氣很少或者沒有。
對照進一步轉化包含C6和較輕烴類的輕質汽油物流以提高質量和進一步轉化重質汽油餾分以提高尾端條件的技術，本發明處理的汽油物流具有窄的沸點范圍93℃-77℃(200°F-350°F)，更優選沸點范圍為121℃-177℃(250°F-350°F)。現已驚人地且意外地發現用廢催化劑在緩和的加工條件下進一步轉化這種具有特殊沸點范圍的汽油餾分將顯著地提高所得汽油餾分的辛烷值。進一步發現允許重質烴隨該中心餾分進入二次轉化過程會在很大程度上抵消進一步轉化對汽油性質的積極幫助，特別是抵消辛烷值的顯著提高。
因此，在一個實施方案中，本發明是一種用于對FCC原料進行流化催化裂化并生成高辛烷值汽油和C8芳烴的方法。本方法包括將FCC原料和再生催化劑顆粒供入反應器提升管，并將該催化劑和原料輸送通過提升管，從而使該原料轉化成提升管的氣態產物物流，經在再生催化劑顆粒上沉積焦炭而產生部分失活的催化劑顆粒。從提升管的出料端直接將部分失活的催化劑顆粒和氣態產物的混合物供入分離區，在該分離區回收來自提升管的提升管氣態產物。該方法通過第一氣體出口采出來自該分離區的被回收的提升管氣態產物，并將來自提升管氣態產物的至少一部分二次原料分離成包括汽油中心餾分的二次原料物流，該汽油中心餾分中至少70重量％處于121℃-177℃(200°F-350°F)的沸點范圍。在510℃(950°F)或者更低的溫度下以及催化劑/油料比不超過8的條件下，二次原料與部分失活的催化劑接觸，生成再接觸汽油物流。與再接觸汽油物流分離以后，接觸了二次原料的廢催化劑在再生區中與再生氣體接觸，以燃燒掉催化劑顆粒上的焦炭并生成再生催化劑顆粒而供至反應器提升管。再裂化汽油通常會含有高濃度C8芳烴，其濃度可以等于70重量％或者更高。
本發明一方面闡明了如何能夠運用FCC單元以生產大量C8芳烴。例如，在一個典型的158,988m3/天(100,000桶/天(BPD))的精練廠中，可有5880m3(37,000桶)該種原料進入FCC單元。按照預期的產量估計，該FCC單元將生產出528m3/天(3300BPD)沸點范圍為121℃-177℃(250°F-350°F)的汽油餾分，其中包含127m3/天(800BPD)C8芳烴。按照本發明對這種汽油餾分進行再裂化，可將FCC單元的C8芳烴的產量提高至429m3/天(2700BPD)。回收這些芳烴將使來自重整區的C8芳烴的日常基本產量提高50％。因此運用本發明可使典型精練廠的C8芳烴的產量提高50％。
此外已經發現本發明的方法可大幅度地提高FCC汽油的辛烷值，且產量損失很小。又驚人地發現本發明的方法僅對特殊沸程的FCC汽油且僅在緩和條件下有效。更確切地說，通過在低反應器溫度下使中心餾分通過結焦的FCC催化劑而將FCC汽油中心餾分置于非常緩和的條件下，可以提高那種中心餾分的RONC和MONC近15個單位。當返回去與來自FCC單元的全餾程汽油混和，辛烷值的增加典型地仍舊可達3個單位以上，且更典型地達到3.5個單位以上。另一個意外的好處在于獲得這種辛烷值的增加僅損失1重量％的初始全餾程汽油。
提升管優選地將催化劑和蒸氣排入提升管末端的分離裝置，該分離裝置將催化劑與排出提升管末端的氣體分離，并且輸入反應器的提升管蒸氣非常少。這樣反應器中催化劑的緊密床層可用作本發明的特殊汽油餾分的獨立轉化區。因此該裝置允許來自提升管反應區的蒸氣一直與反應器蒸氣保持獨立，直至提升管蒸氣與催化劑本質上完全分離以后。
提升管和封閉的分離體系還可為通過其中的反應物提供短接觸時間和有限的催化劑/烴比，并為二次原料提供相對較長的催化劑接觸時間和高催化劑/烴比。因此提升管的短接觸時間有助于高反應性的單分子反應，而反應器中與部分失活的催化劑的接觸時間較長有助于某些雙分子反應。因此，可以借助獨立地控制一個FCC反應器中兩個單獨的反應區，應用本發明而將汽油中心餾分轉化成具有較高辛烷值的產物。
在下面的發明詳述中介紹了本發明的其它目的、實施方案和細節。
附圖
簡述該圖是本發明方法的示意圖，其顯示了FCC單元、主分離區和任選的分離區。
發明詳述本發明一般涉及FCC方法的反應器方面。本發明將對大多數用于裂化輕質或者重質FCC原料的FCC方法有用。本發明的方法可以用于改進現有FCC單元的操作和裝置，或者用于設計新建造的FCC單元。
本發明使用與許多FCC單元相同的一般裝置。反應器提升管用作初級反應區。使用具有催化劑分離裝置的反應器除去氣態產物蒸氣中的催化劑顆粒。汽提區將被吸附的殘余烴類從催化劑中除去。在具有一個或者多個再生階段的再生區中使來自汽提區的廢催化劑再生。來自再生區的再生催化劑再次進入反應器提升管以使該工藝繼續進行。反應器區和再生器區的部件可以做各種不同的布置。這里對具體反應器和再生器組件的描述不是為了將本發明限制在那些具體細節上，但是除了權利要求書中明確陳述的細節之外。
參照附圖可以最大限度地理解基本工藝操作的概況。將來自催化劑再生器10(示意性地表示)的再生催化劑經管12供入Y-區14。提升用氣體經管道16噴入Y-區14的底部，并攜帶催化劑向上通過下游提升管區18。在下游提升管區18的上方于原料噴射點20處將傳統的FCC原料噴入提升管。
原料、催化劑和提升用氣體的混合物沿提升管的中間區22上升并進入內部的上提升管區24，且該區終止于徑直向上的出口端26。提升管末端26位于分離裝置28內，而分離裝置28位于反應器30內。該分離裝置從排出提升管末端26的裂化烴蒸氣中除去大部分催化劑。經分離裝置28除去的催化劑落入密相催化劑床層52。旋風分離器42接收來該分離裝置的裂化蒸氣，并從提升管蒸氣物流中根本地除去所有殘余催化劑。來自旋風分離器42的被分離的催化劑向下落入反應器，經過料腿50進入催化劑床層52。管道44從旋風分離器42的頂部采出提升管蒸氣，并將該蒸氣作為氣態產物供入包含主塔45的分離區。
主塔45通常將原料分離成多級餾分。顯示的物流包括管46輸送的氣體物流、管47輸送的輕質汽油餾分、管79輸送的汽油中心餾分、管49輸送的重質汽油餾分，和管51輸送的循環油部分。該循環油部分包括輕質循環油和較重的烴類，并且其優選地以包括輕質循環油和重質循環油的至少兩種餾分離開該塔。由管53從該主塔底部采出較重的烴類，通常將其中部分作為原料循環至提升管22。
管79將至少一部分汽油中心餾分經分布器57供入密相床層52，以提供至少一部分二次原料。如果需要的話，可以在進入床層52以前進一步處理該汽油，例如在處理區(未顯示)中進行氫化處理。還可以將附加的汽油組分與管79的內容物混和或者直接供入床層52，從而與回收自主塔45的汽油產物一起進一步轉化。
反應器30具有位于催化劑床層52上方的空心體積，其提供了稀相區74。密相床層52提供廢催化劑，其為汽油原料創造了緩和的接觸條件。
當二次原料進入反應器30的時候，分布器57將該原料分布在床層52的底部的部分面積上。合適的分布器可以將原料僅分散在部分密相床層或者部分汽提塔上(如圖所示)。該分布器也可以將催化劑分布在汽提塔或者密相床層的整個橫截面上。分隔汽提塔或者密相床層可以進一步控制接觸二次原料的催化劑/油料比。
分布器57對二次原料的有限分散與擋板裝置結合使用。而該擋板分隔出部分汽提塔以分離與二次原料接觸的催化劑。擋板59從提升管24徑向地向外延伸，并且類似的擋板(未顯示)從該提升管的對側向外伸展。兩種擋板一起分隔出部分提升管以限制接觸二次原料的催化劑的量。分布器57環繞著這部分區域伸展。該擋板間的間距可以成任何需要的角度以分隔出合適的汽提塔體積。擋板的頂端通常終止于密相催化劑床層的頂部的下方，這樣可以使最初進入床層52的催化劑進行某些循環。擋板的底端通常不延伸至汽提塔的底部，以便采出催化劑。
催化劑從床層52經過一系列擋板60階式落下來。這些擋板在汽提塔62中汽提區63的橫截面上橫向突出。汽提區63優選地與反應器30的底部直接相通，更優選地位于相對那里次鄰近的地方。當催化劑下落時，來自分布器64的蒸汽或者其它汽提介質逆流上升，并與催化劑接觸以提高對催化劑表面的被吸附組分的汽提效果。經管66將被汽提的催化劑供入催化劑再生器10。該再生器將焦炭從催化劑表面燃燒掉，以提供再生催化劑。
逆流上升的汽提介質從催化劑的表面和孔隙中解吸出烴類和其它被吸附的組分。被汽提的烴類和汽提介質上升通過床層52，并與二次原料和反應器30的稀相區74中生成的其它產物匯合形成反應器的產物物流。
在稀相區74的頂部通過出口從反應器采出汽提介質和被汽提的烴類。一種采出汽提介質和烴類的方法是使用附圖中顯示的旋風分離器75分離催化劑和反應器的產物物流。管77從該旋風分離器中采出反應器的產物物流并將其移出反應器30。該反應器產物可經管77供入主塔，但是附圖顯示的是另一條路線，即將該反應器產物供入獨立分離塔83。當使用分離塔83時，該塔通常通過管89分離輕質氣體和改質的汽油。管55回收該改質汽油，并通常將該改質汽油與輕質汽油物流和重質汽油餾分(如圖所示)中的一種或者兩種再次混和。
本發明可采用的普通FCC催化劑的種類很多。這些催化劑組合物包括高活性的結晶水合硅酸鋁或者含有沸石的催化劑。優選沸石催化劑，因為其本身活性較高，并且其抵抗因高溫接觸蒸汽而失活以及因接觸大多數原料中包含的金屬而失活的能力較高。通常將沸石分散于多孔的無機載體材料例如二氧化硅、鋁或者鋯中。這些催化劑組合物的沸石含量可以為30％或者更多。特別優選的沸石包括高二氧化硅/氧化鋁比的組合物例如LZ-210及類似物質。另一種非常有用的FCC催化劑包括硅取代的氧化鋁。如US-A5,080,778中所述，沸石或者硅改進的氧化鋁催化劑組合物可包括插層粘土，通常叫作柱狀粘土。
適合使用本發明處理的原料包括常規FCC原料或者較高沸點的烴原料。常規FCC原料包含的烴中沸點低于343℃(650°F)的少于10重量％。最普通的常規原料是真空瓦斯油，其通常是沸程為343℃-552℃(650°F-1025°F)的烴原料，并且通過真空分餾常壓殘油而制備。通常這種餾分中焦炭前體和重金屬的量少(焦炭前體和重金屬會鈍化催化劑)。
本發明還有助于處理重質原料或者殘余原料，即那些沸點高于499℃(930°F)且常常具有高金屬含量并經常在裂化過程中導致焦炭在催化劑上高度沉積的原料。金屬和焦炭均通過阻塞催化劑上的活性中心使催化劑鈍化。可以通過再生過程按照需要除去焦炭并消除鈍化作用。但是，金屬積聚在催化劑上，并通過在催化劑中熔化和永久性地阻塞反應中心的方式使催化劑中毒。此外金屬促進了不希望的裂化反應，從而干擾了反應過程。因此金屬的存在經常會影響再生器的運行、催化劑的選擇性、催化劑的活性和為保持穩定的活性所必需的新鮮催化劑的補給。污染金屬包括鎳、鐵和釩。一般地，這些金屬使催化劑的選擇性趨向汽油更少而焦炭更多的方向。當用本發明處理重質原料時，由于這些有害作用，可以在反應區內或者在反應區之前采用金屬處理程序。還可以通過在提升管的上升物流中使用合適的提升用氣體使金屬在一定程度上鈍化。
FCC原料和再生催化劑進入接觸管道。當向上輸送催化劑和油料時，接觸管通常被稱作“提升管”。盡管不是新技術，但是近來有關經過接觸管向下輸送催化劑和油料的討論和有關具有超短接觸時間的裝置的討論已經增多。為簡便起見，本篇論述中將接觸管稱作“提升管”，但是，術語“提升管”不是為了將使用沿著除了垂直方向的其它方向輸送催化劑和油料混合物的接觸管或者使用具有超短催化劑接觸時間的裝置排除在本發明之外。
該附圖顯示的反應器提升管將催化劑和原料的混合物排入在提升管中對催化劑和氣態組分進行初步分離的裝置。術語“氣態組分”包括提升用氣體、產物氣體和蒸氣以及未轉化的原料組分。該附圖顯示本發明采用的提升管裝置具有提升用氣體區18。提升用氣體區并不是受益于本發明的必要條件。提升管的末端可以終止于一個或者多個徑直向上的開口，該開口將催化劑和氣態混合物向上供入脫離接觸裝置的稀相區。提升管的開口端可以具有如本申請以前已有的專利申請描述的普通排氣提升管設計，或者是其它任何提供從反應器稀相區的氣態物質中大量分離催化劑的裝置。
提升管中的流動模式會影響提升管末端的分離過程。通常催化劑經過提升管的循環速度以及進入提升管的原料和任何提升用氣體的輸入量將使催化劑和氣態混合物產生48-320kg/m3(3-20lbs/ft3)的流動密度和3-30m/sec(10-100ft/sec)的平均速度。通常設置提升管的長度以使在此平均流速下的接觸時間為0.5至10秒。提升管中的其它反應條件通常包括溫度為468℃-566℃(875°F-1050°F)。
提升管中瓦斯油或者殘余原料的接觸過程通常在典型的短接觸時間下進行。保持短接觸時間需要在提升管末端快速分離催化劑和烴類。提升管末端的分離裝置能夠快速分離催化劑和提升管蒸氣，并限制來自提升管的蒸氣轉移至反應器的稀相區，這對本發明來說是很重要的。提升管末端優選的分離裝置將提供短的催化劑停留時間并回收至少90重量％排出提升管的蒸氣。優選地，提升管末端的分離裝置回收95重量％排出提升管的蒸氣并且不在稀相區74產生積累損失。優選地，回收來自反應器的反應區的產物，同時最低限度地混和提升管產物物流。因此可以為在二次區域中改進了質量的再接觸汽油提供獨立出口，并且該出口采出的物流包含至少90重量％再接觸汽油和小于10重量％提升管氣態產物。US-A 5,310,477公開了一種提升管分離裝置，其可以回收大于95重量％提升管產物組分，并且提供一種優選方法，即通過使置換流體經過提升管排出的催化劑而從離開提升管的催化劑中置換出提升管氣態組分。
二次原料可以在任何提供充足接觸時間和理想低苛刻條件的接觸區中與廢催化劑接觸。分離裝置應可以提供與二次原料接觸的催化劑。分離裝置通常位于反應器的上部。如附圖所示，來自該分離裝置的催化劑可向下落入密相床層52，該床層位于反應器30的下部且被稱作反應器的反應區。盡管聚集在床層52中的催化劑具有較高的焦炭濃度，但是其仍舊具有足夠的用于催化作用的表面積。一般該床層中催化劑的焦炭濃度為0.5-1.5重量％。附加的汽提可以從第二反應區移走更多烴類化合物，但是更徹底的汽提的好處是以固定床反應區中附加的稀相體積為代價的，并且一般經過床層50的上升氣體的表觀速度應當低于0.15m/sec(0.5ft/sec)，優選地低于0.03m/sec(0.1ft/sec)。
床層52提供大量的可與二次原料接觸的催化劑。原料可以在低于密相床層上表面的任何地方進入該密相床層。在安排次鄰近的汽提區接收通過反應器的催化劑時，可以在汽提區的任何地方包括底部將二次原料噴入汽提區，條件是噴射點位于最低的蒸汽噴射點的上方。
本發明的關鍵在于不論接觸區如何，二次原料都具有特殊的沸程組成。二次原料包括來自提升管氣態產物的部分汽油中心餾分，其中烴類至少有70重量％的沸點處于93℃-177℃(200°F-350°F)。二次原料包含的汽油中心餾分中優選至少80重量％處于沸點范圍121℃-177℃(250°F-350°F)。大多數情況下，大于90重量％的二次原料物流的沸點高于121℃(250°F)，優選90重量％的二次原料處于沸點范圍121℃-177℃(250°F-350°F)。主塔或者其它流體分離區一般將來自提升管的氣態產物物流分離成初始產物物流，其包括終沸點至少低于121℃(250°F)的輕質汽油、其中80重量％的沸點至少為93℃(200°F)且終沸點低于204℃(400°F)的汽油中心餾分、初沸點高于177℃(350°F)且終沸點至少為204℃(400°F)的重質汽油以及初始循環油物流和初沸點高于汽油原料的終沸點的較重餾分。汽油中心餾分中通常有85重量％的沸點為177℃(350°F)，優選90重量％的沸點為177℃(350°F)。更優選地，二次原料和汽油中心餾分中有95重量％的沸點低于177℃(350°F)。汽油中心餾分相對于全部汽油餾分的量通常小于50重量％。許多情況下，二次原料包含20-30重量％從氣態產物回收的汽油物流，并且該原料中至少80重量％處于沸點范圍121℃-188℃(250°F-370°F)。
中心餾分的最小終沸點將處于大約C9芳烴尤其是1，2，4-三甲基苯的沸點。較低的中心餾分和重質餾分的分割點溫度，低至160℃(320°F)，將使附加的C9芳烴進入重質汽油物流。選擇重質汽油餾分的上端以保留C12芳烴。重質汽油餾分的下端將保留至少某些C10芳烴。將C10至C12芳烴保留在重質汽油餾分中可避免這些組分的損失，因為它們容易脫烷基化。汽油中心餾分的較高終點仍舊將大多數二環化合物排除在二次反應區之外。這些二環化合物包括茚、1，2，3，4-四氫化萘、聯苯和萘，它們在反應器反應區的條件下以及沒有預處理的情況下不易裂化，且它們帶來的幫助小，并且事實上已經發現它們降低了汽油再接觸步驟的效力。
除了對二次原料的組成有要求以外，二次反應區中的條件要相對緩和。接觸反應將在催化劑和原料的平均溫度低于510℃(950°F)下，優選低于482℃(900°F)下發生，并且更典型地在443℃-482℃(830°F-900°F)下發生。限制二次接觸區中催化劑/油料比不超過8，更優選為6或者更少，這也是有利的。通常在重時空速(WHSV)不超過2的條件下，更通常在不超過1.5條件下進行接觸過程。但是，更高的重時空速產生的結果與此相同。當二次原料必須與少于所有循環廢催化劑總量的循環廢催化劑接觸時，可以通過適當地分隔二次反應區來控制催化劑/油料比和重時空速。
如前所述在單一分離區中分離所有產物有利于減少裝置并使汽油組分最大限度地進行再接觸過程。單一分離區的不利之處在于會在循環回路中積累某些難裂解的組分。因此，單一分離區可能需要合適的措施例如采用支流以除去難裂解化合物。但是選擇汽油中心餾分可最大限度地減少難裂解化合物的積累。因此單一分離區裝置最適合較窄的汽油餾分進行再接觸操作。二次反應區的獨立分離區可能最適合對無法接受附加生產量的主塔的改進。
實施例1和2以下實施例顯示當限于加工汽油中心餾分時，采用來自提升管型反應區的廢催化劑運行二次反應區可顯著提高辛烷值。在本實施例中，采用平均包含0.8重量％焦炭的GXO-28低金屬含量的平衡催化劑(Grace-Davison制造)的樣品并使用ASTM分析方法模擬沸點范圍為121℃-177℃(250°F-350°F)的汽油原料的再裂化過程。表1顯示了該原料的特性。在固定床反應區中在重時空速為1.0、催化劑/油料比為6.0及454℃(850°F)條件下使結焦催化劑與該原料接觸。對實施例1和2來說，從反應區回收的產物物流具有表2所示的組成。
表1IBP121℃(250°F)90％BP 177℃(350°F)EP 189℃(372°F)RONC 94.0MONC 83.0烷烴和萘 25LV％
烯烴14LV％芳烴61LV％表2產物物流(重量％) 實施例 #1#2H2S 0.00 0.00NH30.01 0.00H20.01 0.01(C1+C2)0.22 0.23C30.13 0.13C3＝ 0.23 0.23C40.39 0.45C4＝ 0.28 0.28C5-121℃(250°F) 7.54 7.17121-177℃(250-350°F) 86.76 86.10177-232℃(350-450°F) 1.04 0.85232-343℃(450-650°F) 2.09 1.70343℃+(650°F+) 1.31 2.05焦炭 0.0 0.79轉化率13.24 13.90RONC 106 107MONC 9697長鏈烷烴和萘類(LV％) 8.5 8.0烯烴(LV％)0.0 0.0芳烴(LV％)91.5 92.0
表2說明該原料與結焦催化劑接觸可使汽油中心餾分大量轉化為芳烴汽油組分。從表中可以看出，超過7重量％的被轉化物成為輕質汽油(C5-121℃(250°F))。少于1.4重量％的被轉化物成為干氣和液化石油氣(LPG)。不超過4.6重量％的被轉化物成為較重的產物。因此再裂化121℃-177℃(250°F-350°F)的物質幾乎完全除去了烯烴并大大減少了長鏈烷烴和萘餾分。此外從表2可以看出C5-177℃(350°F)餾分的辛烷顯著增加。就產生的少量轉化率(13重量％)來說，烴重排的程度令人驚訝。而且再裂化后回收的全餾程汽油(C5-232℃(450°F))的量為起始121℃-177℃(250°F-350°F)汽油的95重量％。大部分芳烴產物可以被認為為是C8芳烴。該原料包含24重量％C8芳烴和29重量％C9芳烴。以新鮮的原料計算，液態產物包含的C8芳烴占總量為89重量％的所有芳烴的量大于85重量％。盡管不希望局限于任何理論，但是該數據顯示C8芳烴化合物是通過烯烴的環化反應以及C9芳烴失去甲基而形成的。而且C10芳烴也減少了，顯然其變成了C8芳烴，并且大部分1，2，3，4-四氫化萘似乎已裂化成較低級的環狀結構且其中一部分脫氫成可進行烷基化反應的多環芳烴化合物。
實施例3和4在與實施例1和2相同的條件下研究了其它較高沸點的原料餾分的轉化過程，但是得到的結果明顯較差。實施例3和4采用所有FCC汽油餾分，其結合了121℃-177℃(250°F-350°F)餾分和177℃(350°F)-EP餾分，并在表3中作了進一步描述。所有餾分的再接觸反應導致了121℃-177℃(250°F-350°F)餾分的轉化率19重量％比當僅處理121℃-177℃(250°F-350°F)餾分時的轉化率高很多，如表4所示。將實施例3和4中轉化了的汽油產物與起始C5-121℃(250°F)的部分混和，生成全餾程汽油，結果其辛烷值提高了1.6個單位，全餾程汽油的產量損失5重量％。將這個結果和實施例1和2中僅處理121℃-177℃(250°F-350°F)餾分時辛烷值提高3.5個單位而產量僅損失1重量％進行對比。
表3IBP 121℃(250°F)90％BP 208℃(406°F)EP 318℃(604°F)RONC 92.0MONC 80.0長鏈烷烴和萘類 38LV％烯烴 33LV％芳烴 29LV％表4產物物流(重量％)實施例#3#4RONC 96.0 95.8長鏈烷烴和萘類(LV％) 28.5 27.1烯烴(LV％)痕量 0.6芳烴(LV％)71.5 72.3前面的描述介紹了本發明的本質特征，可以對其進行調整以適應多種場合和裝置，并且不超出此后出現的權利要求的范圍和本質。
權利要求
1.一種用于對流化催化裂化原料進行流化催化裂化并生成C8芳烴的方法，該方法包括a)將流化催化裂化原料和再生催化劑顆粒供入反應區提升管，并輸送催化劑和原料通過提升管，因而將該原料轉化為提升管氣態產物物流，并通過在再生催化劑顆粒上沉積焦炭而生成部分失活的催化劑顆粒；b)從提升管的出料端將部分失活的催化劑顆粒與氣態產物的混合物直接排入分離區，在分離區中回收來自提升管的提升管氣態產物；c)通過第一氣體出口從分離區采出被回收的提升管氣態產物；d)將至少一部分提升管氣態產物分離成包括汽油中心餾分的二次原料，該汽油中心餾分的至少70重量％處于沸點范圍93℃-177℃(200°F-350°F)；e)在溫度低于510℃(950°F)下將該二次原料與部分失活的催化劑接觸以生成再接觸汽油物流；和f)分離廢催化劑和再接觸汽油物流，在再生區中將與二次原料接觸過的廢催化劑與再生氣體接觸，而使焦炭從催化劑顆粒上燃燒掉，并生成再生催化劑顆粒以供入至所述反應器提升管。
2.根據權利要求1的方法，其中在分離區從部分失活的催化劑顆粒中回收至少90重量％氣態產物。
3.根據權利要求1的方法，其中流體分離區將氣態產物物流分離成第一產物物流，其包括終沸點低于121℃(250°F)的輕質汽油、初沸點至少為93℃(200°F)且終沸點不超過177℃-204℃(350°F-400°F)的二次原料、初沸點至少為177℃(350°F)且終沸點至少為204℃(400°F)的重質汽油，和初沸點高于重質汽油的終沸點的初始循環油物流。
4.根據權利要求3的方法，其中重質汽油與再接觸汽油物流混和，以生成其馬達法辛烷值或者研究法辛烷值比相應的二次原料和重質汽油的馬達法辛烷值或者研究法辛烷值高至少3個單位的改質汽油。
5.根據權利要求3的方法，其中再接觸汽油物流包含至少70重量％C8芳烴。
6.根據權利要求1的方法，其中不大于10重量％的反應器提升管的氣態產物物流進入二次原料與部分失活的催化劑接觸的二次接觸區。
7.根據權利要求1的方法，其中氣態產物進入二次原料與部分失活的催化劑接觸的二次接觸區，二次接觸區包括置于反應器內的催化劑密相床層。
8.根據權利要求7的方法，其中從二次出口采出至少90重量％再接觸汽油物流和小于10重量％提升管氣態產物。
9.根據權利要求1的方法，其中汽提區位于反應器的下部，催化劑從反應器供入汽提區，汽提流體向上通過汽提區，二次原料和部分失活的催化劑的接觸發生在汽提區；廢催化劑從汽提區供入再生區。
10.根據權利要求1的方法，其中分離區包括脫離接觸區，反應器提升管延伸入分離區，并且部分失活的催化劑和提升管氣態產物直接排入脫離接觸區區。
11.根據權利要求1的方法，其中氣態產物物流進入第一分離區，再接觸汽油物流進入第二分離區。
12.根據權利要求1的方法，其中少于15重量％二次原料物流的沸點高于177℃(350°F)，大于80重量％二次原料物流的沸點高于93℃(200°F)，二次原料和部分失活的催化劑在重時空速不超過2的條件下接觸。
13.根據權利要求1的方法，其中流化催化裂化原料包括沸點高于343℃(650°F)的烴類，二次原料包括其中至少80重量％的沸點范圍處于121℃-177℃(250°F-350°F)的汽油中心餾分，部分失活的催化劑具有的焦炭濃度為0.5-1.5重量％并供入位于反應器下部中的汽提區，在汽提區中在溫度小于482℃(900°F)、催化劑/原料比不超過8且重時空速不超過1.5的條件下將二次原料與部分失活的催化劑接觸
全文摘要
本文涉及一種用廢催化劑在緩和條件下轉化包含汽油產物物流的二次原料而驚人地提高所得汽油產物的辛烷值的FCC方法。更令人吃驚地，提高汽油物流的辛烷值而產生的干氣很少。發現限制重質汽油組分的出現可顯著地提高使用本方法產生的辛烷值。
文檔編號C10G11/00GK1520453SQ01823403
公開日2004年8月11日 申請日期2001年5月25日 優先權日2001年5月25日
發明者L·L·厄普森, J·E·韋斯林, L L 厄普森, 韋斯林 申請人:環球油品公司