專利名稱：用于升級fcc產品的帶有具有充分混合功能的附加反應器的方法和設備的制作方法
背景技術：
本發明地般涉及用于流化催化裂化(FCC)重質烴類物流的方法。更具體的說，本發明涉及用于在一個不連續的反應器裝置中升級催化裂化烴原料的方法。
無論是真空瓦斯油，殘油或者其它沸點相對較高的烴類原料，FCC方法都是通過起始原料與催化劑接觸反應實現的，該催化劑是由精細分割的或顆粒狀的固體物質組成的。通過使氣體或蒸氣以足夠產生所需要的流體輸送模式的速度通過催化劑使催化劑以所希望流體傳輸模式被傳送。油和流化物質的接觸促使裂化反應進行。裂化反應使焦炭沉積在催化劑上，退出反應區的催化劑被稱為“廢催化劑”，也就是說，由于焦炭在催化劑上沉積而使其部分失活。焦炭由氫和碳組成，并可包括其它的微量物質，如和起始原料一起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酸性位點損害廢催化劑的催化活性。通常將廢催化劑輸送到氣提器以脫除催化劑上吸附的烴和氣體，然后將其送至再生器，從而與含氧氣體進行氧化反應以除去焦炭。具有相對于氣提器中的廢催化劑降低了的焦炭含量的催化劑(在下文中被稱作再生催化劑)被收集起來重返反應區。氧化催化劑表面的焦炭釋放大量的熱，其中一部分隨焦炭氧化的氣態產物(通常被稱作煙氣)離開再生器，其余的熱量隨再生催化劑離開再生器。流化催化劑在反應區和再生區之間不斷循環。流化催化劑既提供催化作用，又擔當區域間傳輸熱量的工具。FCC方法和其中所用的分離設備在美國專利US-A-5,584,985B1和US-A-4,792,437B1中都有詳盡的描述(該文結合于此作為參考)。本領域技術人員熟知各種接觸區、再生區和氣提區的方法細節，并也熟知在不同反應區之間進行催化劑的傳輸的布局。
FCC反應器將瓦斯油或較重的原料裂化為寬范圍的產品。來自FCC單元的裂化蒸氣進入分離區，該區通常以主塔的形式存在，其提供氣體流、汽油餾分、輕循環油(LCO)和包括重循環油(HCO)成分的澄清油(CO)。氣體流包括干氣，即氫氣和C1和C2烴，液化氣(LPG)即C3和C4烴。在許多地區，石腦油比液化氣和干氣更有價值。但是，在一些地區LPG比石腦油有價值。汽油餾分可包括輕、中、重汽油組分，重汽油餾分的主要成分包括稠和的單環芳烴。LCO的主要組分是稠和的雙環芳烴。
用附加反應器處理產品餾分對升級產品是有用的。將原始裂化的FCC產品中的重質產品餾分再裂化就是一個例子。典型地，在再裂化反應中，來自FCC反應器的第一提升管中的未裂化的流出物和第二段的催化劑再次接觸，以使較大分子裂化為較小分子。例如，美國專利US-A-4,051,013B1公開了汽油餾程范圍原料和瓦斯油原料在同一提升管的不同的高度發生裂化反應。WO01/00750A1公開在同一提升管的不同的高度引入汽油原料和FCC原料，分離裂化產品并使其中一部分循環返回同一提升管反應器。
US-A-2,921,014B1，US-A-3,161,582B1，US-A-5,176,815B1 和US-A-5,310,477B1都公開了在FCC單元的提升管中裂化第一烴原料，在反應器中裂化從提升管中退出的第二烴原料，結果，兩種裂化產品在反應器中在一定程度上混合，這抵消了第二烴原料裂化的升級的結果，尤其當它是初始原料的裂化餾分時。US-A-2,956,003通過分離提升管流出物的催化劑和蒸氣產品并使得第二烴原料在接受分離的催化劑的反應器中接觸在一定程度上避免了這種不利影響。
在FCC單元中使用兩個提升管是已知的。US-A-5,198,590B1、US-A-4,402,913B1、US-A-4,310,489B1、US-A-4,297,203B1、US-A-3,799,864B1、US-A-3,748,251B1、US-A-3,714,024B1和US2002/0,003,103A1公開了有兩個提升管FCC單元，其中的原料主要在兩個提升管中裂化。在這些專利中，兩個提升管與同一回收管路和/或能使氣相產品混合的反應器連通。在US-A-5,730,859B1中，一個提升管中的所有流出物沒有首先經過產品分離過程就被送到另一個提升管中。US-A-4,172,812B1教導了再裂化全部或一部分來自FCC單元提升管中的裂化產品，再裂化所用的催化劑與提升管中的催化劑有著不同的組分。US-A-5,401,387公開了先在固定床、流化床或移動床中使用形狀選擇性催化劑來裂化原料，然后將全部或部分的裂化流出物與重質原料混合后送至FCC單元。在US-A-5,944,982B1中，盡管兩個提升管都終止于同一反應器裝置中，每個提升管中的氣相產品是互相隔離的。
在次級反應器中使用了兩種類型的流動模式。在FCC提升管反應器中通常使用輸送流動模式。在輸送流動中，氣體和催化劑的速度差(稱做滑動速度)相對低，通常少于0.3m/s(1.0ft/s)，而幾乎沒有催化劑返混或截留，滑動速度通過下面的公式計算vs=ug‾-us---(1)]]>其中是vs滑動速度，ug是表觀氣體速度，us是催化劑速度，是催化劑空隙率，另一種方式是通過這樣的滑動比表征的流動模式，即滑動比為流動區的實際密度與非滑動密度之比。非滑動密度是用催化劑流量比表觀氣體速度來計算的ns=-cug---(2)]]>其中ns是流動區的非滑動密度，c是催化劑通量，ug是表觀氣體速度，催化劑通量為催化劑質量流速/反應器橫截面積。滑動比與流動區的催化劑截留成正比例。通常，輸送流動模式的滑動比達不到2.5，因此，反應區的催化劑保持在低密度和非常稀釋的相的條件下流動。輸送流動的表觀氣體速度通常遠大于3.7m/s(12.0ft/s)，并且催化劑的密度通常不超過48kg/m3(3lb/ft3)(這通常取決于催化劑和蒸氣的特征與流速)。在輸送模式下，催化劑-蒸氣的混合物是均相的，在催化劑相中沒有蒸氣空洞或者鼓泡形成。
沸騰床次級反應器也是已知的。在沸騰床中，流化蒸氣形成氣泡上升通過清晰的密集催化劑床的上表面。只有被蒸氣夾帶的催化劑與蒸氣一起離開了反應器。蒸氣的表觀速度通常小于0.5m/s(1.5ft/s)，密集床的密度通常大于640kg/m3(40lb/ft3)(取決于催化劑的特征)。當具有滲透性的蒸氣從旁路通過催化劑時，催化劑與蒸氣的混合物就是多相的。
沸騰床與輸送流動模式之間的是湍動床和快速流化模式。US-A-4,547,616B1公開了一種用于氧化轉化的湍流模式，在湍動床中，催化劑與蒸氣的混合物不是均相的，湍動床具有密集催化劑床，其中在催化劑相內有細長的蒸氣空隙，并且表面很難分辨。僅被夾帶的催化劑與蒸氣一起離開，而且催化劑密度與它在反應器內的高度不很成比例。US-A-6,166,282B1公開了一種用于氧化轉化反應的快速流化床模式。在快速的流化模式下，沒有密集催化劑床。相反，催化劑與蒸氣是均相的。離開反應區的催化劑比退出反應區的蒸氣速度僅稍慢。因此，對于快速流化流動模式，滑動速度通常大于或等于0.3m/s(1.0ft/s)，對于大多數FCC催化劑，滑動比大于或等于2.5。快速流化床已經用于使催化劑再生的FCC燃燒室和煤炭氣化過程中。
US-A-3,928,172B1提出了一種具有次級反應器的流化催化裂化裝置。在輸送流動條件下，瓦斯油在具有未再生的廢催化劑的提升管中裂化。提升管中生產的裂化瓦斯油的重石腦油餾分，其沸點在127°與232℃(260°-450°F)之間，在次級反應器中在沸騰床中的再生催化劑上進行再裂化。提升管中使用的廢催化劑來自次級反應器的密集沸騰床。
US-A-5,346,613B1、US-A-5,451,313B1、US-A-5,455,010B1、US-A-5,597,537B1、US-A-5,858,207B1、US-A-6,010,618B1和US-A-6,113,776B1都公開了已經和原料接觸的被送回反應器段的循環的未再生的廢催化劑和再生催化劑混合，并和新鮮原料再接觸以降低催化劑和原料接觸的溫度。US-A-5,965,012B1公開了第一原料和未再生的廢催化劑與再生催化劑的混合物在離開進入混合容器的管道中的接觸。從混合容器中脫除蒸氣產品，并且與第一原料接觸的混合催化劑進一步同其它未再生的廢催化劑混合，并且進一步地，混合催化劑與第二進料在FCC提升管內接觸。
在汽油生產中，許多政府機構正在限制汽油總調和組分內的烯烴濃度。降低烯烴濃度而不減少值是困難的，因為較高的烯烴濃度通常會產生較高的研究法辛烷值(RON)與馬達法辛烷值(MON)，但是對后者影響的程度相對小。辛烷值或者道路辛烷值是RON與MON的平均值。僅僅飽和烯烴通常會產出通常具有低辛烷值的正鏈烷烴。另外，飽和反應要求加氫，氫氣是昂貴的并且在某些地區也很難得到。
美國申請09/944,511公開了石腦油在FCC單元的分離的反應器中在FCC催化劑上的反應，該反應在促進氫轉移反應而不必加入氫的條件下進行。氫轉移反應促進烯烴重整為異鏈烷烴和芳香族化合物，重整至異鏈烷烴降低了辛烷值，但是降低量并不大，因為產物烷烴是異鏈烷烴，它具有比正烷烴更大的辛烷值。此外，更多的烯烴到芳香族化合物的重整促使辛烷值提高，從而抵銷了一些由烯烴到異鏈烷烴的飽和所造成的辛烷值損失。
EP1046696A2和EP1046695A2公開了原料同催化劑在提升管的第一反應區接觸，并利用介質對第一反應區的流出物進行激冷，該介質包括已再生且已冷卻的催化劑或石腦油。使激冷的流出物從第一反應區傳到同一提升管的第二反應區，這個反應區可以比在促進異構化和氫轉移反應的條件下的第一反應區具有更大的直徑。第一反應區的進料可以包括石腦油。X.Youhao，Z.Jiushun和L.Jun在“一種改進的用于在裂化石腦油中最大化異鏈烷烴的FCC過程方法MIP”，《石油加工與石油化工產品》(2000年8月)中公開了汽油和FCC廢催化劑的反應。在這些公開報告中，烯烴濃度被大大降低了，而增加了異鏈烷烴和芳香族化合物濃度。
FCC裝置的進料通常包括有機硫和氮，在進行FCC操作時，一些有機硫和氮就轉化成硫化氫和氨，它們很容易被脫除。但是，它們中的一部分轉化成焦炭，較輕的硫和氮化合物及硫醇。這些焦炭隨后在催化劑再生器中被氧化形成硫氧化物和氮氧化物。對于硫和氮化合物的排放的嚴格的環境限制條件催生了燃料產品中較低硫的規格，因此，大大提高了人們從FCC汽油中除去氮和硫化合物的興趣。隨著對燃料清潔性的要求的提高、高硫和高氮的使用的原料增加，從FCC汽油中除去氮和硫化合物的需要更加迫切。
US-A-5,482,617公開了一種用于烴流(例如含硫的FCC石腦油)的通過在床中同酸性催化劑接觸脫硫的方法，50重量％的硫轉化為硫化氫。
WO01/00751A1公開了一種轉化方法，該方法用于降低汽油中烯烴、硫和氮的濃度。預熱汽油和不多于2.0重量％積碳、溫度低于600℃的催化劑接觸。汽油產品中的烯烴含量降到20重量％以下，硫和氮含量也被降低。看來在接觸汽油進料以前，再生催化劑在催化劑冷卻器中被冷卻到600℃以下。
用冷卻器冷卻催化劑的效率可能效率低。在FCC反應器中的裂化反應是吸熱的。另外，熱量也要用來氣化次級反應器的原料。因此，為冷卻催化劑而從工藝過程中吸取熱量，這些熱量必須得到補充以用于氣化去另一反應器的原料。這些熱量是通過犧牲有價值的產品給再生器增加燃料，從而在催化劑上產生更多的焦炭得到的。
本發明的目的是提供一種用于提高來自FCC反應器的產品質量的方法，該方法通過在保證充分混合催化劑和原料的條件下進一步反應上述產品來實現。
發明簡述現在已經發現從FCC產品中衍生的原料，特別是石腦油，在快速流化流動條件下和反應器中的催化劑接觸，對于促進氫轉移反應和控制催化裂化反應是理想的。流動條件可以降低到湍動床模式，但是比快速流化流動模式的效率低。結合進FCC反應器中并且由此充分利用催化劑的次級反應器是優選的。催化劑和蒸氣相原料的均勻混合使催化劑和原料充分接觸而不產生不期望的焦炭和干氣。
因此，本發明的一個實施方案中涉及了一種用于裂化并進一步處理烴的方法。該方法包括第一烴原料流和催化劑接觸產生裂化烴和廢催化劑。然后在分離器段分離廢催化劑和裂化烴。至少一部分廢催化劑再生以提供再生催化劑。然后第二烴原料流和再生催化劑在流動條件下在反應區內接觸，流動條件包括表觀蒸氣速度大于或等于0.6m/s(1.8ft/s)和滑動比大于或等于2.5，以產生升級的烴和廢催化劑。
在另一個實施方案中，本發明涉及一種用于烴流處理的方法，所述烴流包括至少一部分FCC反應器的流出物。該方法包括使烴原料流和催化劑在促進催化劑和烴均勻混合和滑動速度大于或等于3.0的反應條件下在反應區內接觸。這樣的接觸產生了一種升級的烴和廢催化劑。
在更進一步的實施方案中，本發明涉及一種用于烴類和催化劑接觸的設備。設備包括一個具有至少一個反應器的反應器裝置和一個與反應器裝置連通的稀釋劑噴嘴。原料噴嘴連通反應器的第一末端和反應器的第二末端，該噴嘴具有相對于反應器縮小的橫截面。最后，分離器裝置包括輸送管道，其與反應器的第二末端連通，該輸送管道有一個卸料口和分離器裝置連通。
其它的目的，具體實施方案和發明詳述可以從以下對本發明的詳細描述中獲得。
附圖簡述
圖1是一個根據本發明的結合了次級反應器的FCC反應器的正視剖面示意圖。
圖2是一個沿著圖1的截面2-2的剖面平面圖。
發明詳述我們已經發現當FCC方法產生的烴在次級反應器中反應時，能潛在地裂化為干氣和LPG，在一些地區中這些干氣和LPG的價值低于石腦油的價值。降低催化劑溫度將抑止石腦油烯烴熱裂化為干氣和LPG，這可以全面提高石腦油的總產率。在一個實施方案中，本發明循環廢催化劑到次級反應器中以與原料再接觸。循環廢催化劑和來自再生器的再生催化劑混合以降低總的混合催化劑的溫度。
將循環廢催化劑和再生催化劑混合是比使用間接熱交換催化劑冷卻器(其操作從系統中回收必須通過產生并燃燒更多的焦炭而產生的熱量)更優選的方法。即使通過用在催化劑冷卻器中的廢熱催化劑與加入反應器的原料間接熱交換以保存熱量，這種加熱方式仍舊效率低，而且容易生成焦炭。
通過利用循環含焦炭廢催化劑對催化劑活性進行調整也是有利的。FCC催化劑的強酸性位點通過焦炭的生成而受到抑止。因此，汽油重整活性相對于裂化活性增加了。調整催化劑活性可以減少干氣和液化氣的產生以使石腦油達到較高的產率。
我們也發現原料和催化劑更好的混合促進氫轉移反應和催化裂化反應而減少不期望的焦炭和干氣的生成。在不希望受制于特定理論的條件下，申請人相信較好的混合使烴類能更迅速地到達催化劑表面，這將提高氫轉移反應和催化裂化反應。這允許降低總的接觸時間和/或降低催化劑與原料之比，而這將使得在給定的轉化率下干氣和焦炭產率最小化。因此，在比沸騰床條件下反應更加劇烈的反應器條件下，例如使用快速流化流動模式，將提供更好的產品產率。
本發明可以通過參考三個部件進行描述FCC反應器10，再生器50和次級反應器70。雖然本發明的許多結構都是可能的，這里只舉出了一個特殊的實施方案作為例子。能夠實現發明的所有其它可能的具體實施方案也在本發明的范圍內。
在圖1的具體實施方案中，FCC反應器10包括管道形式的反應器裝置12，優選垂直的，也被稱為提升管。如同典型的FCC結構中的那樣，反應裝置12向上延伸通過分離器裝置14的下部。反應器裝置12在分離器裝置14內部優選是垂直的，并且可以向上延伸通過分離器裝置14的底部，或從分離器裝置14的頂部延伸向下。反應器裝置12終止于漩渦管18處的分離器裝置14的脫離部分16中。在噴嘴20處送入提升管的烴原料流和熱再生催化劑接觸、氣化，熱再生催化劑通過來自噴嘴22的氣體如蒸汽流化。催化劑裂化烴原料流，廢催化劑顆粒和氣態裂化烴的混合物離開漩渦管18中的卸料口至脫離段16中。從漩渦管18沿切線方向排出的氣體和廢催化劑在分離段16內部產生了回旋螺旋運動，導致較重的催化劑顆粒落進密集催化劑床24中，氣態裂化烴和夾帶的廢催化劑顆粒的混合物向上進入氣體回收管道26并進入旋風分離器28。在旋風分離器28里，作用于混合物的向心力導致氣體夾帶的較重的催化劑顆粒通過旋風分離器28的料腿30落入分離器裝置14底部的密集催化劑床32中。旋風分離器28中的氣體更加容易地改變方向并且開始向上螺旋運動，直到氣體最終通過出口管34離開旋風分離器28。裂化氣體通過出口管道36離開分離器裝置14。裂化氣體可以經由管道46送出至進一步的分離處理(未顯示)以除去任何輕載荷催化劑顆粒并隨后分餾。在密集催化劑床32中的廢催化劑顆粒通過窗口38進入到脫離段16，在其中，它們與脫離段16的氣提段40中的密集床24中的廢催化劑顆粒混合。在擋板42上，使用來自至少一個噴嘴44中的氣提介質如蒸汽氣提掉廢催化劑夾帶的裂化蒸氣，氣提掉的裂化蒸氣向上運行到氣體回收管道26中，在那里它們和其它的裂化產品蒸氣一起被處理。
來自FCC反應器10的分離器裝置14的氣提段40的氣提過的廢催化劑通過由控制閥49調節的廢催化劑管48，優選進入再生器50。在一個實施方案中，一部分氣提過的催化劑被送到次級反應器70中。在再生器50中，氣提過的廢催化劑遇到來自分配器53的熱含氧氣體，例如空氣。當催化劑受熱時，來自廢催化劑的焦炭被燃燒掉。再生催化劑在密集床58上收集，而在旋風分離器60和62中，被夾帶的催化劑與再生器流出氣體分離。煙氣通過出口管64退出旋風分離器62，然后通過出口66退出再生器50。來自密集床58的再生催化劑通過由控制閥69調節的第一再生催化劑管道68進入反應器裝置12，在那里被流化并與新鮮原料接觸。再生催化劑也通過由控制閥54調節的第二再生催化劑管道52退出再生器50進入到次級反應器70底部的次級反應器70的混合罐72中。
原料和催化劑在次級反應器70的反應器裝置74中發生接觸，控制閥54、80控制催化劑循環到反應器裝置74的速率。如果反應器裝置74包括催化劑床，催化劑循環速率就會影響催化劑床在反應器裝置74中的高度。在次級反應器70中的反應器裝置74的催化劑床的高度影響反應物通過反應器裝置74的重時空速(WHSV)。例如，如果要求一個較大的重時空速，控制閥54、80將會相對關閉得更小，以降低催化劑在密集催化劑床中的高度和劑油比。另一方面，如果要求較小的重時空速，控制閥54、80將要打開得相對更大，以增加催化劑在密集催化劑床82中的高度和催化劑對原料的比率。控制閥54、80相關的設置可以獨立調整以獲得要求的溫度和將要與反應器84中的原料接觸的在密集催化劑床82中的催化劑的混合物。
來自FCC反應器10的管道46中的裂化產品物流(相對不含有催化劑顆粒并包含氣提流體)被轉入分餾塔主塔(圖中沒有顯示)。來自主塔的一種或多種餾分優選送入次級反應器70中，以與那里的催化劑接觸。在一個實施方案中，來自主塔的餾分，例如輕循環油餾分(LCO)，在被送入次級反應器70中裂化以前，可以在加氫處理反應器中進行加氫處理。
在一個優選的實施方案中，次級反應器70包括反應器裝置74和一個分離器裝置76。廢混合催化劑通過由控制閥80控制的循環廢催化劑管78傳送，再生催化劑通過由控制閥54控制的第二再生催化劑管52送入混合罐72。流化介質，例如蒸汽，通過管道77傳送到稀釋劑噴嘴79以流化混合罐72中的混合催化劑，并產生有一個上水平面83的再生密集催化劑床82。混合罐72能使廢催化劑和再生催化劑在被送至原料之前充分混合，并且溫度平衡。上水平面83的高度與控制閥54、80的相對于全開的狀態成正比例。盡管一個反應器84可以用于實現本發明的目的，但是，通過增加空速操作范圍的方式提供使用用帶有專門噴嘴88和控制閥89(控制進入每一反應器84的原料流速)的多個反應器84比使用單個反應器84更具有操作彈性。
圖2是沿著反應器裝置74的截面2-2向上面看的剖視圖，圖2圖示了在一個反應器裝置74中有四個反應器84的優選實施方案。
可以是來自FCC反應器10的、管道46中的流出物的一部分或全部的烴原料通過噴嘴88被管道86分配到反應器裝置74中的每個反應器84。反應器84可以是管狀的，其底部末端開口并與反應器裝置74中的催化劑床82連通。進入反應器84的原料優選使來自密集催化劑床82的混合催化劑進入發生接觸的反應器里。對于一個給定的催化劑原料流速，反應器84的催化劑的量將與密集床82的上水平面83的高度成比例，上水平面83的高度通過控制閥54，80來控制。因此，反應器中的空速和密度以及催化劑與原料的比都可以通過調整密集床82的上水平面83的高度和/或通過調整或切斷原料通過一個或更多噴嘴88的流速來控制。
反應器84的頂端85具有截面縮小區域(可以采取截頭圓錐體的形式)。當廢催化劑和蒸氣產品的混合物退出反應器裝置74并進入出口管道90中時，頂端85的截面縮小區域用來加速蒸氣產品和廢混合催化劑的混合物。出口管道90具有連通反應器裝置74和具有提升管形式的輸送管道92。出口管道90也可以被反應器84和輸送管道92的直接連通所代替。出口管道90都有比各自的反應器84更小的橫截面積，輸送管道92的截面積優選小于為輸送管道92提供進料的所有的反應器84的總面積。由此，當向上離開反應器84時，產品蒸氣和催化劑就加速進入到輸送模式。因而幾乎不給廢混合催化劑和產品蒸氣進一步反應或者裂化為不期望的產品留下時間。進入輸送方式也阻止了催化劑落在產品蒸氣的夾帶作用以外。
廢混合催化劑和產品通過輸送管道92從反應器裝置74上升到分離器裝置76。廢混合催化劑和蒸氣產品通過漩渦管96中的卸料口94退出，以完成廢混合催化劑從蒸氣產品中初步的向心分離。被分離的廢混合催化劑落入分離器裝置76的密集床98。然后，分離器裝置76中的廢混合催化劑優選在一系列擋板100上被氣提，使用的氣提介質，例如蒸汽，通過在分離器裝置76的氣提段103的氣提噴嘴102噴入。第一部份氣提的廢混合催化劑以控制閥106控制的流速通過廢混合催化劑管104退出分離器裝置76。氣提的廢混合催化劑進入提升管108，該提升管把它分配到再生器50中的床58中。換句話說，廢混合催化劑管104可以把廢混合催化劑輸送到FCC反應器10中。第二部分氣提過的廢混合催化劑以控制閥80控制的流速通過再循環廢混合催化劑管道78回收，并被輸送到混合罐72中，在那里和從第二再生催化劑管道52傳送過來的再生催化劑混合。產品蒸氣和被夾帶的從分離器裝置76中取出的催化劑通過出口管110被輸送到一個外部旋風分離器112中。另外一種選擇是，旋風分離器112也可以安裝在分離器裝置76中。在旋風分離器112中，被夾帶的催化劑從產品蒸氣中向心分離。分離的催化劑以控制閥118控制的流速通過料腿116退出并返回到反應器裝置74中。管道120中的產品蒸氣通過出口114從旋風分離器112排出，并被送到產品處理中。
使來自次級反應器裝置14的蒸氣產品和來自第一分離器裝置76的蒸氣產品不混合是很重要的。這樣的混合可能抵消在次級反應器70中的產品升級操作的作用。當次級反應器70處理來自FCC反應器10的原料時尤其如此。因此，管道120中的產品優選與管道46的產品分開。另外，保持管48，52，68，104分開也是優選的。
本發明使用的催化劑是通常使用的FCC催化劑。這些催化劑組分包括具有高活性的硅鋁酸鹽晶體或包含催化劑的沸石。在FCC操作中優選使用沸石催化劑，因為它們具有本身固有的活性和較強的對高溫蒸汽和存在于大多數原料中的金屬的鈍化影響的抵抗力。沸石通常分散在多孔的無機載體材料中，例如氧化硅，鋁，或者鋯。這些催化劑組合物的沸石含量可在30％以上。當要求FCC或次級反應器產出輕產物時，具有高硅鋁比組分的沸石，例如LZ-210、ST-5和ZSM-5型材料是優選的。另一個特別有用的FCC催化劑類型包括硅取代氧化鋁。正如US5,080,778B1中公開的，沸石或者增加了硅的氧化鋁催化劑組分中可能還含有插層粘土，也就是通常所稱的柱狀粘土。本發明優選的催化劑包括USY沸石。
典型地，通過FCC反應器10的反應器裝置12的催化劑循環速率和進入反應裝置12的進料和所有的提升氣體的輸入量將被操作以產生流動密度低于48kg/m3(31bs/ft3)和平均表觀速度大于3.7直到31m/s(12-93ft/s)的輸送條件。在FCC反應器10中，催化劑和烴類接觸的劑油比的范圍通常為3-8，更優選的范圍是4-6。反應器裝置12的長度通常被設定為在平均流速條件下提供0.5-10秒的停留時間。反應器12的其它反應條件通常包括468°-566℃(875°-1050°F)的溫度范圍。
適合于FCC反應器10中處理的原料包括傳統的催化裂化原料或高沸點的烴原料。傳統的最通常使用的原料是減壓瓦斯油，它是通過常壓渣油的減壓餾分制取的典型的烴材料，沸點范圍從343°-552℃(650°-1025°F)。這樣的餾分通常含有較少的焦炭前體和能使催化劑失活的重金屬。
管道46中的來自FCC反應器10的流出物可以在主塔(未顯示)中加工生成具有輕尾氣流，輕汽油液體物流，重汽油物流，輕循環油(“LCO”)物流，重循環油(“HCO”)物流和一個澄清油(“CO”)物流的餾分。輕汽油或輕石腦油餾分優選具有在C4范圍內的等于或者大于-5°C(23°F)的初餾點(IBP)，終點(EP)的溫度范圍大于或等于127℃(260°F)。這些餾分的沸點是用被稱為ASTM D86-82的方法測定的。重汽油或重石腦油餾分的IBP在127℃(260°F)或以上，終點在優選在204°-232℃(400°-450°F)，特別是在216℃(420°F)。LCO物流的IBP大約在重汽油的EP溫度左右，EP在260°-371℃(500°-700°F)的溫度范圍內，優選288℃(550°F)。HCO物流具有LCO的EP溫度的IBP，EP在371°-427℃(700°-800°F)的溫度范圍內，最優選399℃(750°F)。CO物流具有HCO物流EP溫度的IBP，并且包括所有沸點更高的物質。任何或所有餾分都可以在次級反應器裝置70中得到處理。烴原料優選含有50重量％的石腦油。
送到次級反應器裝置70中的原料也可以來自非FCC反應器10的流出物的來源。可以單獨取得并被送到次級反應器裝置70的焦化汽油餾分就是一個例子。
在次級反應器裝置70中，主要的反應可以是裂化反應，反應中一個烴分子被分裂成兩個較小的烴分子以致于每個分子中的碳原子數目減少。另一種情況是，次級反應器裝置70中的主要反應可以是氫轉移反應，例如重整或異構化反應，反應中分子結構被改變，但每個分子中的碳原子數目不變。
烯烴，環烷烴和環烯烴如式(3)、(4)、(5)所示被重整變成烷烴，芳香烴和某些環烷烴。
(3)
(4)
(5)
(6)
烯烴比它們相對應的鏈烷烴具有更高的辛烷值。因此，從烯烴到鏈烷烴的轉化通常會降低其辛烷值。當烯烴如式(3)和(4)所示環化成的芳烴和當環烯烴如式(5)所示芳香化產生的芳香烴時，它們失去了許多氫，如式(6)所示，其它的烯烴獲得了這些氫。在本發明使用的次級反應器70中，正烯烴和異構烯烴主要重整為比正烷烴具有更高辛烷值等級的異鏈烷烴。此外，芳烴也能提高產品的辛烷值的等級。因為異鏈烷烴和芳烴都具有高辛烷值，盡管烯烴轉化為鏈烷烴時，通常辛烷值等級下降，但在次級反應器70中的氫轉移反應仍能使產品保持高辛烷值等級。據此，次級反應器70中的氫轉移反應能產生更多的異鏈烷烴和芳烴，這比把烯烴飽和為正鏈烷烴的方法更好。有利的是，完成氫轉移反應而不增加額外的氫，因為氫是昂貴的，而且難以獲得。
次級反應器70中的反應優選在相同的催化劑循環通過再生器50和FCC反應器10的情況下實現。當然，如果次級反應器70沒有與FCC反應器結合而單獨存在，次級反應器70中的催化劑不必通過FCC反應器。
當希望在次級反應器70中氫轉移大大超過裂化反應時，高稀土含量的Y沸石是優選的。術語“高稀土含量”催化劑中的沸石部分上的稀土氧化物的百分含量大于2.0重量％。高稀土含量Y沸石如USY沸石可有多達4重量％的稀土。高稀土含量能通過增加催化劑上相鄰酸位點的密度促進氫轉移反應。催化劑上的強酸性位點能促進裂化反應。具有低稀土含量的Y沸石對促進氫轉移反應也是有效的，但需要較長的反應器停留時間。當希望在第二應器70中裂化反應大大超過氫轉移反應時，具有2.0重量％或更低稀土含量的低稀土Y沸石是優選的。另外，如降低硫的添加劑的添加劑也可被添加到催化劑中。使用這樣的添加劑是期望提高在次級反應器70中有較長的停留時間的催化劑的效率。
在本發明的一個實施方案中，次級反應器70可以在沸騰床的條件下操作。在這樣一個實施方案中，分離器84也許不是必須的。在另一個實施方案中，次級反應器70也以在輸送條件下操作。在這個實施方案中，反應器裝置74或者反應器84可能具有一個管道如提升管。但是，優選在次級反應器70中，在快速流化流動條件下使原料和催化劑接觸。即使在快速流化條件下，混合催化劑優選累積于在沸騰床條件下操作的密集催化劑床82上，直到它被帶到反應器84中。因此，通過噴嘴79傳送的流化介質優選在反應器裝置74中產生低于0.5m/s(1.5ft/s)的表觀速度和大于480kg/m3(30lb/ft3)的密度。一旦烴原料和催化劑進入反應器84，它們優選以快速流化流動模式流動。因此，離開反應器84的不可辨別的床表面的催化劑和氣化原料的混合物是均相的。充分混合催化劑和氣相物減少了焦炭的產生。為了獲得快速流化模式，來自噴嘴88的氣相原料的表觀速度優選在1.3-3.7m/s(4-12ft/s)之間，對于典型的FCC催化劑，反應器84中的密度應該在48-320kg/m3(3-20lb/ft3)之間。在湍流床中也可能發生足夠的但是較不充分的混合。但是，表觀速度應該總是為至少0.6m/s(1.8ft/s)，反應器的密度應該始終不超過480kg/m3(30lb/ft3)，以免FCC催化劑在反應器84中產生接近于較不期望的沸騰床的條件。在快速流化流動模式中，滑動比在2.5和10之間，優選等于或大于3.0。典型FCC催化劑的滑動速度是高的，但不能延伸至低于0.3m/s(1.0ft/s)的輸送模式中，優選保持在0.5m/s(1.5ft/s)或以上，以發生返混或為氫轉移反應提供足夠的時間。大于或等于0.3m/s(1.0ft/s)的滑動速度不會給在高表觀氣體速率下例如進入典型的輸送范圍的快速流化流動模式提供一個有意義的參數。為了保證來自反應器84的流出物進入典型的輸送模式以終止反應，出口管道90和/或輸送管道92的尺寸應該使表觀速度達到大于3.7m/s(12ft/s)，流動密度低于48kg/m3(3lb/ft3)，滑動比低于2.5。
前述的對于床和流動模式的各種范圍是基于典型的FCC催化劑和石腦油范圍氣化原料的特征提出的。如果使用了不同的催化劑或具有不同分子量的原料，本發明的這些范圍可以隨之變化。
如果想使在次級反應器70中氫轉移反應大大超過裂化反應，WHSV的典型范圍應該為1-25h-1，溫度范圍應該為399°-510℃(750°-950°F)，如果空速和溫度取這些范圍中的高端值，裂化反應將會更加頻繁。但是，氫轉移反應仍可能在被較低的溫度補償的較高的空速下占統治地位，反之亦然。如果希望在次級反應器70中的裂化反應大大超過氫轉移反應，WHSV的典型范圍應該為15-50h-1，溫度范圍應該為482°-649℃(900°-1200°F)，如果空速和溫度取這些范圍中的低端值，氫轉移反應將會更加頻繁。但是，裂化反應仍可能在被較高的空速補償的較低的溫度下占統治地位，反之亦然。為了確保發生控制催化裂化反應而不是發生熱裂化反應，保持次級反應器70的溫度低于556℃(1050°F)是有利的。因此，控制溫度對于這兩種反應類型都是重要的。
將再生催化劑和廢催化劑混合能使混合催化劑和送入次級反應器70的原料接觸的溫度降低大約27°-166℃(50°-300°F)，這取決于再生器溫度和循環廢混合催化劑對反應器70中的再生催化劑的比，如果希望氫轉移反應為主要反應，則優選控制廢循環催化劑對再生催化劑的比為1∶1。
來自反應器10中的分離器裝置14的廢催化劑可以循環到次級反應器70以與代替來自分離器76的廢混合催化劑的再生催化劑混合，或與來自分離器76的廢混合催化劑一起的再生催化劑混合。但是，至少一些再生催化劑必須和廢催化劑或廢混合催化劑混合，以給混合催化劑提供足夠的熱以氣化原料。即使使用外部原料加熱器以氣化原料也會效率較低，而且會產生焦炭的傾向。在另外一個實施方案中，來自分離器裝置76的廢混合催化劑可以被輸送到FCC反應器10中，而不是再生器50中。
如果希望在次級反應器70中裂化反應大大超過氫轉移反應，就應該使較少的廢催化劑循環到次級反應器70中。因此，在次級反應器70中，再生催化劑對廢催化劑的比將會更高。較高的反應器溫度和再生催化劑上更多有效的無焦炭酸性位點將會促進裂化反應。
我們已經發現，較高的壓力不僅對于氫轉移反應有利，而且適合于焦炭的產生。因此，在69-207kPa(10-30psig)的反應壓力下，優選在83-138kp(12-20psig)的反應壓力下對反應器進行操作是合適的。另外，為了促進氫轉移反應，催化劑對原料的比應該設為2-8，優選4-7。較高的壓力有利于催化裂化反應但不會產生大量的焦炭。因此，當希望在次級反應器70中主要為催化裂化反應時，適合的反應器壓力在138-276kPa(20-40psig)之間。此外，因為促進催化裂化反應需要較高的溫度，更多的催化劑將被循環到次級反應器70以提供足夠的熱量。因此，催化劑對原料的比在5-11之間，優選在7-10之間將更有利于促進催化裂化反應。
通過次級反應器70中的氫轉移反應對來自主塔的餾分的重整，降低了產品中有機硫化合物和氮化合物的濃度。次級反應器70中的汽油餾分的反應也能使反應器的產品的有機硫化合物濃度降低高達80重量％和使有機氮化合物濃度降低高達98重量％。因此，來自次級反應器70中的產品將具有較低的硫化合物和氮化合物的濃度。剩余的硫和氮化合物可以通過加氫處理使之從產品中脫除，并在最后的蒸餾塔的頂部被送出，或者通過其它能滿足規格要求的合適的方法脫除。
權利要求
1.一種用于裂化和進一步處理烴的方法，所述方法包括將第一烴原料流和催化劑接觸，產生裂化烴和廢催化劑；在分離器區中，使所述裂化烴與所述廢催化劑分離；再生至少一部分所述廢催化劑，以提供再生催化劑；和使第二烴原料流和再生催化劑在反應區內在包括表觀蒸氣速度大于或等于0.6m/s(1.8ft/s)和滑動比大于或等于2.5的流動條件下接觸，以產生升級了的烴和廢催化劑。
2.權利要求1的方法，其中反應區中的密度為48-320kg/m3(3.0-20lb/ft3)的，而其中反應區中的表觀蒸氣速率為1.3-3.7m/s(4-12ft/s)。
3.權利要求1的方法，其中進一步包括在與第一分離器不同的第二分離器中使所述廢催化劑與所述升級了的烴分離；并且在所述再生器中再生一部分所述廢催化劑。
4.權利要求1的方法，其中石腦油的濃度在所述第二烴原料流中最大。
5.權利要求1的方法，其中所述第二烴原料流是從所述裂化烴衍生得到的。
6.一種使烴和催化劑接觸的設備，所述設備包括反應器裝置，其包括至少一個與所述反應器裝置相連通的反應器，與所述反應器裝置相連通的稀釋劑噴嘴，以及在反應器的第一末端與所述反應器相連通的原料噴嘴，并且所述反應器的第二末端具有相對于所述反應器縮小了的橫截面積；和分離器裝置，其包括和所述反應器的第二末端相連通的輸送管道，所述輸送管道有和所述分離器裝置相連通的卸料口。
7.權利要求6的設備，其中所述反應器裝置包括多個反應器，并且每個反應器通過出口管道與輸送管道相連通。
8.權利要求7的設備，其中輸送管道的橫截面積小于所述多個反應器的總橫截面積。
9.權利要求6的設備，其中所述分離器裝置包括環繞著所述輸送管道的氣提段。
10.權利要求6的設備，其中所述設備被結合入FCC反應器。
全文摘要
本文公開了在比沸騰床更劇烈的條件下，優選在快速流化流動條件下的反應器中使烴原料和催化劑接觸的方法和設備。劇烈的條件確保烴原料和催化劑的充分混合以抑制干氣的形成和促進氫轉移反應的進行。
文檔編號C10G11/18GK1646664SQ03808598
公開日2005年7月27日 申請日期2003年4月18日 優先權日2002年4月18日
發明者D·A·洛馬斯 申請人:環球油品公司