用于短接触时间催化裂化烃的改进的fcc反应器和提升管设计的制作方法

专利名称：用于短接触时间催化裂化烃的改进的fcc反应器和提升管设计的制作方法
技术领域：
本发明涉及一种短接触时间流化床催化裂化(FCC)反应器的改进设计和操作。特 别地，本发明涉及一种FCC反应器内部中央提升管、提升管末端装置、旋风分离器和焦化减 缓挡板系统的改进设计，以及利用新的反应器设计的相关改进的流化床催化方法。
背景技术：
通过催化方法例如流化床催化裂化将高分子量石油原料转化为更有价值的产物 对于石油加工是重要的。流化床催化裂化方法中，使较高分子量原料接触流化床催化裂化 装置的反应器提升管中的流化床催化剂颗粒。根据所需产物类型控制原料和催化剂之间的 接触。在原料的催化裂化中，控制反应器条件例如温度和催化剂循环速度，以最大化所需产 物，并最小化不理想产物例如轻气体轻气体和焦炭的形成。过去已经使用了多种流化床催化裂化反应器提升管和反应器容器设计。然而，随 着极 大地改进裂化活性的沸石裂化催化剂的使用，大部分现代流化床催化裂化反应器使用 短接触时间裂化构造。用该构造，限定了催化剂和流化床催化裂化装置原料流的接触时间， 以最小化过量裂化量，其导致不太有价值的产物例如轻烃气的产生增加以及增加裂化催化 剂上的焦化沉积。短接触时间反应器提升管设计对于石油化学工业是相对新的，但是由于 优化烃裂解产物和产率的能力以及使用现代裂化催化剂，在本行业已得到广泛接受和使 用。Tammera等人的美国专利第5，190，650号中举例说明了用于短接触时间流化床催化裂 化反应器提升管设计的一种这样的设计。大部分短接触时间流化床催化裂化构造利用反应器提升管裂化构造，其中催化剂 在反应器提升管中接触流化床催化裂化装置原料，并且在催化剂和烃混合物离开反应器提 升管并进入流化床催化裂化反应器之后不久，分离催化剂和烃反应产物。尽管使用许多不 同的流化床催化裂化反应器设计，大部分使用在反应器内部的机械式旋风分离器，以从烃 反应器产物尽可能快速有效地分离催化剂。该快速分离方法具有最小化催化剂与烃之间的 提升管后反应，以及在再引入再生催化剂返回进入反应工艺之前，提供分离用于进一步处 理的裂化烃产物与再生的废催化剂的物理手段。明显改善的催化剂技术导致大部分常规流化床催化裂化反应器设计成短接触时 间工艺。即期望裂化反应明显限于反应器提升管中的反应，随后从催化剂中非常快速地分 离烃，以防止不希望的反应或“过度裂化”烃原料和/或反应产物。因此，大部分现代流化 床催化裂化装置引入烃/催化剂流离开反应器提升管后的快速烃/催化剂分离机制。以上 讨论的机械式旋风分离器通常是用于进行流化床催化裂化方法中催化剂主体/油分离的 最常见方法。Tammera等人的美国专利第5，190，650号还举例说明了短接触时间流化床催化反 应器提升管设计的常见特征为反应器提升管和一级旋风分离器之间的“间隙”或“分离区” 通常被用于反应器设计中。在举例说明该现有技术的本申请

图1中也对此进行了图示。该 间隙被引入“负压”反应器设计中提升管和一级旋风分离器之间，其中一级旋风分离器在相对于FCC反应器稀相更低(或负压)下运行。该间隙还可以被引入“正压力”反应器设计 中一级旋风分离器和二级旋风分离器之间，其中一级旋风分离器在相对于FCC反应器稀相 更高(或正压)下运行。使用该间隙或“分离区”可以从FCC反应器通过旋风分离器除去 烃蒸气和水蒸气。Haddad等人的美国专利4，606，814举例说明了 FCC提升管/旋风分离器装置，其 中提升管连接至旋风分离器，没有间隙。在该发明中，在一级旋风分离器之前分离提升管 中 的一些催化剂。此外，由于该设计，该第一次分离中催化剂中携带一些烃。这产生不受控制 的催化剂/烃接触时间，并能导致过度裂化烃原料物质。此外，大部分的烃进入反应器的稀 相，并且必须重新进入反应器提升管，再次导致烃原料物质过度裂化。Cartmell的美国专利4，394，349举例说明与Haddad文献相似的装置，其中可以将 反应器提升管中的至少大部分催化剂和烃转移到反应器的稀相部分。与Haddad的设计相 似，该不受控制的催化剂/烃在FCC反应器稀相中的接触时间导致不希望的烃原料物质的 过度裂化。Terry等人的美国专利5，368，721举例说明一种反应器提升管装置，其中为反应 器提升管提供了一个分离区。然而，在Terry的发明中，提高提升管底部的横截面积以降低 反应流的“滑移速度”，接着通过“提高滑移速度的装置”和进一步通过“降低速度的装置”。 这些元件往往增加提升管的耐用性，并可以提供能够经受结垢的另外的硬件。这些元件也 具有在降低反应器提升管中流动速度后提高反应器提升管流动速度的效应。在反应器提升 管中的这种交替速度会在反应器、提升管和/或旋风分离器中产生不希望的压力波动。此 夕卜，降低提升管中反应流的整体速度可导致催化剂从提升管中流失，并导致通过提升管分 离区进入反应器稀相的烃原料的损失。Krambeck等人(此处称为“Krambeck”)的美国专利4，579，716和Kam等人(此 处称为“Kam”)的美国专利4，588，558 (此处的两个专利同指Krambeck/Kam专利)的特 征是与本发明相似的FCC反应器中的分离区。这两个转让给Mobil Oil Corporation的 专利基于类似的设计，并具有类似的缺陷。这些设计的一个重要缺陷在于它们不能正常运 行，除非在分离区中提升管的下部和提升管的上部之间存在非常大量的同心度。特别是， 在Kam的专利中提到“提升管的这两部分必须对齐，使得最大偏心率为10%”(参见Kam， U. S. 4，588，558，第6栏第9_10行)。正如Kam所说明的，如果提升管的这两部分不保持在 “彼此基本同心的关系”上，则催化剂和烃将出现明显的返混(参见Kam的U. S. 4，588，558， 第6栏第2-8行)。Krambeck/Kam设计的问题在于由于FCC反应器中的高温(通常在约 950-1250° F)和导致反应器部件明显热膨胀，如果不是不可能，也难于在运行状态下保持 该同心的程度。为了解决此问题，Krambeck/Kam专利尝试了三种方法以解决此问题。第一个，也是最简单的通过Krambeck/Kam的设计解决该同心度问题的方法是通 过使用“机械隔离物”使上部和下部提升管保持该同心度。这在Kam等人的U. S. 4，588，558 中已举例说明，其中“在提升管的两部分之间提供三个或更多个隔离物45以保持这两部分 的同心，并且彼此以等距隔开”(参见Kam的U. S. 4，588，558第9栏第37-40行；和图1中的 元件45)。然而，该设计存在多个问题。第一个产生的问题是这些隔离物使环面的流动区域 缩小，产生对从反应器的稀相进入的排出气体产生了较高的压差和不均勻的流动模式。第 二个产生的问题是这在隔离物和提升管之间创造了侵蚀物质条件。这对于设计也是特别有问题的，因为所期望的是提升管内部覆盖有抗蚀耐熔材料或涂层，以使其免受由高速催化剂移动通过提升管引发的磨损以及携带的催化剂由FCC反应器稀相进入环面。这种隔离物 设计留下了对于催化剂和机械接触磨损的暴露区域，从而降低了设计的机械可靠性。产生 的第三个问题，也可能是所述隔离物设计的最明显缺陷是由于所引发的这些部件的热膨胀 相对于彼此在不同的方向上，上部和下部提升管经由隔离物在彼此之间传递机械力，这产 生从下部内部提升管传递到上部内部提升管以及连接的旋风分离器构造的明显不希望的 机械力。这导致相关部件明显的机械过度设计以及降低装置的可靠性。本领域所需要的设 计是不依赖于上部和下部提升管组件之间的隔离物或机械接触点的设计。第二种通过Krambeck/Kam的设计解决该同心度问题的方法是在提升管和一级旋 风分离器之间的导管以及在一级旋风分离器和二级旋风分离器之间的导管中安装“滴流 阀”。这些可以参见Krambeck等人的美国专利4，579，716图1中的元件27、27A、41和41A， 以及Kam等人的美国专利4，588，558中的元件22和38。认为使用这些滴流阀以补偿伴随 使用Krambeck/Kam设计会带来的涡流和压力激增。使用该设计产生的问题是其导致需重 新解决试图通过在提升管中设置分离区而解决的主要问题之一。该问题为在本领域中，将 开口或间隙设置在与Krambeck/Kam设计中滴流阀相同的常用位置的导管中，并且均易于 使催化剂(固体)和烃(蒸气)大量返混以及过度焦化。本领域所需的设计是不依赖于旋 风分离器导管中的第二开口的设计，所述第二开口用于进出FCC反应器稀相部分的催化剂 和烃的进入或排出。最后，第三种通过Krambeck/Kam设计解决该同心度问题的方法依赖于提升管和 一级旋风分离器之间的导管中的开口(或“间隙”)。这在Krambeck等人的U. S. 4，579，716 图1中显示为元件22和38。该设计又产生了希望消除并在上述段落中讨论的相同的问题。还应当注意，可能至少部分由于确定和上述讨论的Krambeck/Kam设计的缺陷， 如Krambeck/Kam参考文献中所示在反应器提升管中引入分离区的设计从未由Mobil Oil Corporation在商业上实现。工业上所需要的是改进的FCC反应器设计，其可确保将反应器提升管中基本上全 部的烃原料和催化剂输送到旋风分离器体系以用于有效和受控制的分离，并且不产生反应 器提升管中明显的原料波动或需要安装硬件，同时改善整个系统的机械设计。发明概述改进的FCC反应器机械设计和使用所述机械设计的用于将重烃转变为更有价值 的低分子量烃的改进的流化床催化裂化方法。本发明的优选实施方式是流化床催化裂化反应器容器，其包含a)下部内部反应器提升管，其中部分所述下部内部反应器提升管位于所述流化床 催化裂化反应器容器内，并且其中所述下部内部反应器提升管的下端连接至所述流化床催 化裂化反应器容器的壳体；和b)上部内部反应器提升管，其位于所述流化床催化裂化反应器容器内，其中所述 上部内部反应器提升管的下端收尾于连接到圆柱形套管的圆锥形部分；其中所述上部内部 反应器提升管的上部与所述反应器容器的稀相部分没有流体连接，并且至少两个提升管出 口机械连接到所述上部内部反应器提升管的上部；其中所述下部内部反应器提升管的上端与所述上部内部反应器提升管和所述反应器容器的稀相部分流体连接；所述下部内部反应器提升管没有机械连接到所述上部内部 反应器提升管；所述上部内部反应器提升管的圆锥形部分的最大直径大于所述下部内部反 应器提升管上端的直径；所述上部内部反应器提升管的圆柱形套管的直径大于所述下部内 部反应器提升管上端的直径；所述上部内部反应器提升管的至少部分圆柱形套管与所述下 部内部反应器提升管的至少部分上端重叠；并且在所述上部内部反应器提升管的圆柱形套 管与所述下部内部反应器提升管的上端的重叠部分区域中没有用于限制所述圆柱形套管 和所述下部内部反应器提升管上端之间的偏心率的机械装置。在该流化床催化裂化反应器容器的一个更优选的实施方式中，当流化床催化裂化 反应器容器在运行(热)状态下时，上部的内部反应器提升管的圆柱形套管与下部的内部 反应器提升管的上端的重叠部分的长度为约6到约36英寸。在一个更优选的实施方式中， 上部的内部反应器提升管的圆锥体部分与上部的内部反应器提升管的轴线之间的锐角是 约5°到约25°。在流化床催化裂化反应器容器的又一个优选实施方式中，提升管部分由 如从下部的内部反应器提升管的顶部至圆锥体部分的底部测得的过渡长度组成，其中当流 化床催化裂化反应器容器在运行(热)状态下时，该过渡长度是约6到约36英寸。本发明的另一个优选实施方式是使用上述流化床催化裂化反应器容器的流化床 催化裂化方法，其中该方法的步骤包含a)通过连接到外部流化床催化裂化反应器提升管部分的一个或多个进料嘴注入 重烃原料，其中所述外部流化床催化裂化反应器提升管部分与位于所述流化床催化裂化反 应器容器内部的下部内部反应器提升管流体连接；b)使重烃原料与热流化床催化剂在所述外部流化床裂化反应器提升管中接触；c)将至少一部分所述重烃原料和热流化床催化剂传送通过所述下部内部反应器
提升管；d)将至少部分所述重烃原料和热流化床催化剂从所述下部内部反应器提升管传 送到上部内部反应器提升管；和e)从所述流化床催化裂化反应器容器中回收流化床催化裂化产物流和废催化剂 流；其中至少一部分所述重烃原料催化裂化成作为流化床催化裂化产物流回收的低 分子量烃化合物。在流化床催化裂化方法更优选的实施方式中，含烃蒸气通过上部的内部反应器提 升管的圆柱形套管和下部的内部反应器提升管的上端之间的环形间隙的速度是约10至约 30英尺/秒。在一个更优选的实施方式中实施该方法，其中在操作(热)位置，在上部的内 部反应器提升管的圆柱形套管和下部的内部反应器提升管的上端之间的偏心率大于10%， 从流化床催化裂化反应器容器的提升管到稀相区域实际上没有损失催化剂(小于)。附图简要说明图1图解说明现有技术的典型短接触时间FCC反应器提升管/旋风分离器的构造。图2图解说明与一个所示的一级旋风分离器相结合的本发明的内部的上部提升 管和下部提升管设计的实施方式。 图3A图解说明本发明上部提升管和下部提升管关系的实施方式的横截面正视图示意图。图3B图解说明本发明上部提升管和下部提升管连接的实施方式的横截面俯视图 示意图。图4图解说明与一级旋风分离器中的一个相结合的本发明的内部上部提升管和 下部提升管设计的实施方式，示出了本发明某些部件的优选位置和尺寸。图5图解说明本发明的优选实施方式，其中防焦化挡板位于一级旋风分离器入口 的下面。该图还显示本发明的一个实施方式，其构造为将单个提升管的末端连接至三套的 一级/ 二级旋风分离器。图6A显示如实施例所描述的用于现有技术冷流测试设备的一般构造示意图。图6B显示如实施例所描述的用于现有技术冷流测试设备的照片。图7A显示如实施例所描述的用于本发明实施方式的冷流测试设备的一般构造示 意图。图7B显示如实施例所描述的本发明实施方式的冷流测试设备的照片。图8A比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为提升管速 度函数的固体泄漏(催化剂)量。图8B比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为提升管速 度函数的气体泄漏(烃)量。图9A比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为提升管通 量率函数的固体泄漏(催化剂)量。图9B比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为提升管通 量率函数的气体泄漏(烃)量。图IOA比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为出口速 度函数的固体泄漏(催化剂)量。图IOB比较了来自现有技术冷流测试和本发明冷流测试的分离区的作为出口速 度函数的气体泄漏(烃)量。发明详细说明本发明涉及一种新的流化床催化裂化(FCC)反 应器设计，其同时可以改进FCC装 置的机械可靠性和工艺性能。此处该设计可以降低反应器内部的热应力，使得设计间隙更 紧，提高工艺产率和降低维护成本。该改进的反应器设计还显著提高了反应器设计和构造 的简单性，结果是大幅降低了用于安装所需的现场工作量，大幅降低整体构造成本和大幅 降低用于待安装的反应器内部设备所需的整个装置的停工时间。通常，优选的流化床催化裂化(FCC)反应器现代设计和操作利用短接触时间反应 器提升管设计，以将由高分子量烃组成的重烃原料(或“FCC”原料)催化裂化为低分子量、 更有价值的烃燃料产物。在短接触时间的FCC反应工艺中，烃原料与高活性的流化床催化 剂在较高的受控反应条件和持续时间下接触。优选在“反应器提升管”中裂化条件下使烃 原料和催化剂接触，并且优选这些反应基本在当烃和催化剂穿过反应器提升管时彼此接触 的短时间内发生。因为可较好地控制反应器提升管中烃原料/催化剂流接触的时间，希望 尽可能快速和完全地分离催化剂和烃原料(现在为“裂化烃产物”)，以避免不希望的裂化 反应(或“过度裂化”)。通常希望FCC反应中最大化液体产物，特别是用于汽油燃料、喷气发动机燃料或柴油机燃料的这类烃产品，同时最小化固体(“焦炭”)和“轻气体”(通常为 C4烃和更轻质烃，其在近似大气条件下为气体)的产生。任何常规FCC原料均可以用于本发明反应器设计。这类原料通常包括沸点在 约430° F至约1050° F(220-565°C )范围内的重烃原料，例如瓦斯油，包括沸点高于 1050° F (565 V)的材料的重烃油类；重和还原的石油原油；石油常压蒸馏残渣；石油减压 蒸馏残渣；硬浙青、地浙青、浙青、其它重烃残油；浙青砂油类；页岩油；得自煤液化工艺的 液体产物；和其混合物。所述FCC原料还可以包括循环烃，例如轻或重循环油类。用于本工 艺的优选原料是沸点高于约650° F(343°C)的真空瓦斯油类。图1是现有技术短接触时间FCC反应器的典型商业实施方式的简要说明；特别是 反应器提升管和机械式旋风分离器(“旋风分离器”)装置。这里，FCC反应器(1)具有内 部反应器提升管(5)。内部反应器提升管可以从反应器底部(如实线所示)进入，或可以 进入反应器侧面(如点线所示)。二者这里均认为是“内部提升管”并且本发明用任一内部 提升管设计均可行。通常，提升管由连续管状设计制成，其中来自提升管的唯一出口流体连 接到机械式旋风分离器。一种FCC反应器提升管设计中，在内部提升管(5)中流化床催化 剂(10)与至少一种重烃原料流(15)接触。这里，可以准确地控制烃原料流和催化剂之间 的接触条件和持续时间，以产生包括裂化烃产物和废催化剂的反应产物流。通常，所需反应 将在数秒内发生，并且如果没有快速有 效地分离裂化烃产物和废催化剂，往往将发生不希 望的继续反应或过度裂化，产生不希望的裂化烃产物组成和/或产率，并且从而得到的总 体反应将往往增加不希望的焦炭和轻气体产生。因此，希望基本上所有的产物流均包括裂化烃产物和废催化剂，并且快速分离物 流组分。优选通过使用机械式旋风分离器的方法分离裂化烃产物和废催化剂。图1展示了 具有两级旋风分离器配置的FCC反应器。这里，内部提升管(5)流体连接到一级旋风分离 器(20)。为简便的目的，图1仅展示了一套一级旋风分离器(20)和一套二级旋风分离器 (30)。然而，实践中两级旋风分离器FCC反应器通常由约2至8套的一级/ 二级旋风分离 器组成。继续图1，所示构造是“封闭连接旋风分离器”设计，因为基本上全部裂化烃产物从 内部反应器提升管(5)被导入一级旋风分离器(20)，再进入二级旋风分离器(30)，其然后 作为产物回收。该封闭连接旋风分离器设计中，希望最小化任何释放进入FCC反应器(1)的 稀相区域(40)的烃。此外，期望基本上全部的废催化剂从内部提升管(5)传送至一级旋风 分离器(20)，其中在分离的废催化剂经由一级旋风分离器料腿(25)返回到FCC反应器(1) 的密相(42)之前，从裂化烃产物快速有效地汽提废催化剂。以这种方式，以高度受控的时 间和有效的方式从废催化剂分离裂化烃产物，可以非常准确地控制催化裂化反应时间。此 外按照图1的产物流，在二级旋风分离器(30)中进一步分离裂化烃产物中的基本上全部剩 余的废催化剂，并且分离的废催化剂通过二级旋风分离器料腿(35)返回至FCC反应器(1) 的密相(42)。从二级旋风分离器的蒸气出口收集FCC塔顶馏分烃产物流，并通过反应器塔 顶管道(45)回收。如上讨论，通常希望的是按照所需反应时间，尽可能完全和快速地分离裂化烃产 物和废催化剂。因此，希望1)最小化转移至稀相的裂化烃产物的量，并类似地，2)在将废催 化剂返回至反应器稀相区域之前，最大化从废催化剂中分离的裂化烃产物。这是由于，FCC反应器中剩下的烃与FCC反应器中废催化剂的接触，将在不受控制的条件下继续裂化，增 加来自所述工艺的不希望的产物。返回图1，FCC反应器(1)还包括汽提区(50)。尽管不是必要的，汽提区通常设置 在FCC反应器中过渡区之下，并且汽提区由塔板或挡板(55)组成。将通常包含蒸气的汽提 气(60)注入汽提区域，并且所述汽提气体有助于除去废催化剂上可能残留的挥发性烃。汽 提区域中塔板或挡板(55)有助于最大化废催化剂和汽提气体之间的接触。通过废催化剂 管线(65)除去废催化剂，其中可以再生废催化剂以再用于催化裂化方法。所述汽提气和汽 提的挥发性烃向上转移进入FCC反应器(1)，到达反应器的稀相(40)，其中它们可以与裂化 烃产物一 起从流化床催化裂化方法除去。这里应当指出现有技术的封闭连接旋风分离器设计中，通常在提升管(5)和一级 旋风分离器(20)之间的导管内提供分离区(70)。或者，可以在一级旋风分离器(20)和二 级旋风分离器(30)之间的导管中提供该分离区(70)(图1中没有展示该替代构造)。分离 区的目的是使得可以从FCC反应器(1)除去反应器稀相区域(40)中的蒸气相组分，例如剩 余的挥发性烃和汽提气体。然而，位于旋风分离器附近的分离区存在缺陷，从而本发明的构 造可以获得益处。在以下本发明的详细讨论时将进一步这些缺陷和益处。图2展示了本发明的优选实施方式。图2仅展示了一部分本发明的FCC反应器。 这里，将内部提升管(210)分离成为上部提升管(215)和下部提升管(220)。上部提升管 (215)包括上部圆锥形部分(225)，圆锥形部分(225)在圆锥体大的端部连接至圆柱形套管 (230)，圆柱形套管(230)同心装配在下部提升管(220)周围并与下部提升管(220)的部分 重叠。可以进一步看出，上部提升管通过上部提升管转换导管(240)机械连接到FCC反应 器中的一个或多个一级旋风分离器(235)，而且已经省去了现有技术设计导管中与一级和 二级旋风分离器相关的分离区(即在上部提升管转换导管和一级旋风分离器之间的连接 点(245)处没有间隙)。应该注意的是，尽管上部提升管/圆锥形部分(215/225/230)与下 部提升管部分(220)流体连接，然而两个部分彼此没有机械接触。图3A更详细地展示了本设计中上部和下部提升管组件之间的该接口部分，图解 说明了本发明上部提升管和下部提升管在接口点处的升高截面。图3A图解说明上部提 升管(215)的相对位置和其相关的上部圆锥形部分(225)和套管(230)以及下部提升管 (220)。此处使用的术语“环形间隙区域”(平方英寸)定义为由在与下部提升管轴线正交 的平面内测得的环(如果提升管是非圆形的，或是其它形状)所限定的横截面区域，其中所 述平面位于下部提升管的顶面，在冷和同心情况下。该环的外部由套管(230)的内壁在其 与所述平面的交叉处限定。该环的内部由下部提升管(220)的外壁在其与所述平面的交叉 处限定。这在图3B中图解说明，其中环形间隙区域显示为阴影区(301)，其在与下部提升管 轴线正交的平面中，在套管(230)的内壁和下部提升管(220)的外壁之间。此处使用的术语“环形间隙”是套管(230)内壁和下部提升管(220)外壁之间在其 与所述平面交叉处、在平面中测得的的距离(英寸)，在冷和同心的情况下。图3B中"环形 间隙"表示为尺寸(C)。如果套管和下部提升管的横截面不是圆形，则冷和同心的情况下， 套管(230)的内壁和下部提升管(220)的外壁之间的环形间隙是最大尺寸。本发明优选实 施方式中，所述环形间隙至少是约1英寸。更优选实施方式中，所述环形间隙为约1英寸至约4英寸，更加优选所述环形间隙是约1.5英寸至约3英寸。最优选实施方式中，所述环形 间隙为约1英寸至约4英寸，并由FCC反应器的运行状态确定尺寸，以保持出口速度在此处 规定的整个正常运行状态范围内。此处使用的术语“正常运行状态”定义为FCC反应器的 设计烃进料速度的75至110%。回到本发明如图3A所示，该构造定义为具有下部提升管部分(220)，其与具有圆 锥体(225)和套管(230)装置的上部提升管部分(215)重叠，其中套管壁基本上平行于下 部提升管壁(220)。进行实验测试，以指导尺寸的优选选择，并且此处将进一步讨论。优选 实施方式中，图3A中如尺寸(A)所示的“重叠”长度应该至少为6英寸，当装置冷时。当装 置为热(即操作)状态时，重叠 的长度优选为约6至约36英寸，更优选约9至约24英寸， 更加优选约9至约15英寸。本发明冷流实验中出人意料地发现在本发明分离区设计中引入“转换”长度的益 处。认为此处本发明背景部分中讨论的Krambeck和Kam专利中设计的一个主要问题是他 们的设计中没有引入过渡长度，并且在有些情况下，所述圆锥体和下部反应器提升管可能 重叠。出人意料地发现本发明设计需要一些过渡长度以用于适当操作。当本发明以非同心 (或“偏心”)构造运行时，这是特别关键的。图3A中说明了此处使用的术语“过渡长度”作 为尺寸(B)，并定义为下部提升管(220)的顶面和圆锥体(225)与套管(230)的交叉点之间 的距离，如沿着上部提升管(215)的轴线⑶测得的。此外，图3A中可以看到，“过渡长度” 尺寸(B)和“重叠”尺寸(A)的总和等于套管(230)的总高度。另外，另一个重要发现是在本发明分离区设计中引入相当浅的圆锥角的益处。此 处使用的术语“圆锥角”在图3A中图解为角α，并定义为圆锥体(225)和上部提升管壁 (215)之间的锐角。应该注意这两个设计方案范围内的自由，即用于有效运行本发明的圆锥 角和过渡长度往往有一定的彼此依赖，如将进一步讨论的。不希望受任何特定理论的限制，认为现有技术Krambeck和Kam专利的缺陷是过 渡长度以及圆锥角的重要性。从这些参考文献可以看到，没有提及过渡长度或圆锥角。由 Krambeck和Kam专利的附图推得在他们的设计中没有引入过渡长度，而且圆锥角基本上 是约45° (参见Krambeck等人的美国专利4，579，716的图1以及Kam等人的美国专利 4，588，558的图1)。本发明人此处已经证实了在Krambeck和Kam专利没有给出过渡长度 和高角度的圆锥体的情况下，现有技术设计对上部和下部提升管的偏心率高度敏感。可以 看到Kam和Krambeck专利的讨论中，这也在他们设计的测试中遇到过。特别地，当偏心率 高于约10% (如Kam等人的美国专利4，588，558中讨论的)时，在分离区区域内出现破坏 的流动模式，在FCC反应器中产生大量烃和催化剂的返混。应该注意到此处使用的术语“返混”是指从提升管分离区或其它旋风分离器装置 中分离区/出口逸出的烃(也称为“蒸气”)或催化剂(也称为“固体”)的量，进入FCC反 应器的稀相区域。此外，此处使用的术语“偏心率”或“Ε”由以下公式定义偏心率‘ ” = (S/S。-l) X 100其中S=图3A中工作位置(包括非同心位置)中如尺寸(C)所示的最大环尺寸。和S0 = “环形间隙”显示为冷和同心条件下图3A中的尺寸(C)。
可以看到，对于圆形提升管，当上部和下部提升管完全同心时偏心率是0%，当上 部和下部提升管完全偏心(即接触)时偏心率是100%。该偏心率的定义与Kam等人的美 国专利4，588，558中提到的相同。继续以上的讨论，当偏心率大于约10%时，认为经历的该流动破坏部分是由于催 化剂从下部提升管部分向上移动，碰在上部提升管部分的圆锥体上而引起的。然后所述移 动的催化剂损失动量，并可以容易地离开提升管分离区。此外，认为从反应器稀相区域进入 分离区的排出气体和携带的催化剂的流动模式在其过程中被陡的圆锥体壁角严重改变，再 次在分离 区的区域内导致低和/或切向速度，从而排出气体“打破密封”，并再次允许催化 剂和烃从分离区域逸入FCC反应器的稀相区域。应该注意当偏心率大于约10%时，该现有 技术的设计与操作不仅导致严重的返混，而且导致提升管设备上催化剂的剧烈碰撞，其将 产生显著的侵蚀破坏，除非进行减轻。为了证明并量化本发明的益处，对于类似现有技术和本发明构造，如在此处实施 例中讨论的进行冷流测试。建立冷流测试模型用于1)短接触时间FCC内部反应器提升管 工艺，其利用位于反应器提升管和一级旋风分离器之间的现有技术的分离区(类似于图1、 8A和8B所示)，和2)短接触时间FCC内部反应器提升管工艺，其利用本发明的分离的上部 提升管和下部提升管构造和密封的提升管/旋风分离器装置(类似于图2、3A、3B、4、9A和 9B所示)。应该注意在这些冷流测试中，本发明设计与此处图1中图解的最接近商用现有 技术相比，该现有技术不是Krambeck/Kam设计，因为如本发明背景和详细内容部分所讨论 的，Krambeck/Kam设计不是商业上使用或可行的。这些冷流测试不仅使得发明人可设想并测量在物理条件下的损失，而且允许发明 人在“未对齐”的条件下实施本发明设计，以测试本发明真正校正的现有技术Krambeck和 Kam设计具有的不齐问题。图6A中展示了现有技术冷流测试的一般示意构造，而图6B中照 片展示了现有技术构造的实际冷流装置。图7A中展示了本发明冷流测试的一般构造示意 图，而图7B照片中展示了本发明实施方式的实际冷流装置。在实施例中详细描述了进行冷 流测试的详细条件，并在这里总结结果。图8A和8B展示了现有技术和本发明在“对齐”状态和本发明在“未对齐”状态 在不同提升管速度下的测试结果。图8A展示了作为提升管速度函数从分离区的固体泄漏 (催化剂)量，而图8B展示了作为提升管速度函数从分离区的气体泄漏(烃)量。首先，在 图8A中可以看到，在本发明“对齐构造”中，固体泄漏降低约5个数量级，或难以置信地> 99. 999% (请注意实施例中的图是按指数缩放的)。更加出人意料地，本发明表明对齐和未对齐情况之间催化剂的损失几乎没有差 异。应该注意此处全部冷流测试中，在100%偏心率最严重地未对齐状态(即其中下部提升 管实际上接触上部提升管的套管)进行“未对齐”测试例。不是非常令人吃惊的，但是如图8B所示非常明显，本发明对齐情况的气体泄漏速 度为现有技术气体泄漏速度的约1至2%。此外，通常以“未对齐”状态进行本发明以同样 或更好地最小化气体泄漏。图9A和9B展示了现有技术和本发明在“对齐”状态和本发明在“未对齐”状态在 不同提升管通量率下的测试结果。提升管通量率是大量催化剂通过提升管的流动速度的量 度。图9A展示了作为提升管通量率函数从分离区的固体泄漏(催化剂)量，而图9B展示了作为提升管通量率函数从分离区的气体泄漏(烃)量。从图9A和9B可以看出，当作为提升 管通量率函数测量时，与现有技术相比，本发明表现出在减轻固体泄漏和气体泄漏方面类 似量级的性能改进。此外，本发明“对齐”和“未对齐”状态(即未对齐状态偏心率100%) 的性能相当类似，并且相对于现有技术两种情况下均有巨大改进。
此处图IOA和IOB展示了此处实施例冷流实验的最后图。图IOA和IOB展示了现 有技术和本发明在“对齐”状态和本发明在“未对齐”状态在不同出口速度下的测试结果。图 IOA中从分离区的固体泄漏(催化剂)量显示为出口速度的函数，而图IOB中，从分离区的 气体泄漏(烃)量显示为提升管通量率的函数。“出口速度”(或“排出气体速度”)是“排出 气体”的速度，即气体从分离区周围区域移动的速度，计算为其移动通过分离区和进入一级 旋风分离器导管(如现有技术中)或进入提升管(如在本发明中)的速度。出口速度测量 为排出气体进入测试设备的体积流率除以环形间隙区域的横截面积，如图3B中区域(301) 所示。图IOA和IOB再次展示了本发明相对于现有技术的显著改善，即使在不同的出口 速度和催化剂质量通量率下(“Ug”)。图IOA中可以看出，在大多数出口速度下，在大多数 情况下本发明固体泄漏速度小于现有技术固体泄漏速度的约1%。在这里还在图IOB中展 示了气体泄漏速度的显著改善。还出人意料地发现排出气体速度为约10英尺/秒或以上 时，泄漏速度明显改善。排出气体速度为约15英尺/秒或以上时，这更为明显。此外，从图 IOA和IOB可以看出，较高的提升管催化剂通量率，特别是高于约40磅/平方英尺-秒，产 生改进的固体和气体泄漏速度降低。基于这些意想不到的结果，本发明优选实施方式中，当装置是热(即操作)状态 时，“过渡长度”(如图3A所示)优选为约6至约36英寸，更优选约6至约24英寸。本发 明优选实施方式中，如图3A中圆锥角(α )所示的圆锥体部分角度应该为从提升管轴线5° 至25°，更优选约5°至20°，更加优选约5°至15°。伴随上述尺寸，角度的选择是重要 的，因为它影响提升管壁的侵蚀和催化剂流动特性。此外应该注意对于特定实施方式重叠 长度和转换区域长度可以取决于设计因素例如但是不限于提升管直径、原料流速度、催化 剂速度、工作温度、工作压力和反应器硬度。此外，可以结合使用较小圆锥角与较短的过渡 长度，以改善性能。本领域熟练技术人员可以基于工业可用的模型工具，设计用于特定应用 的本发明合适几何形状。另外，在有些情况下，希望的是在本发明上部和下部提升管部分中保持相同的整 体表面蒸气速度。本发明优选实施方式中，上部提升管部分具有比下部提升管部分更大的 内径(或横截面面积，如果横截面不是圆形)，以允许加入蒸气、烃或其它材料流过环形间 隙，进入上部提升管部分。应该设计本发明环形间隙的横截面面积，使得环形间隙内出口速 度大于约10英尺/秒，甚至更优选大于约15英尺/秒。在本发明中出口速度的优选范围 为约5至约35英尺/秒，更优选为约10至约30英尺/秒，最优选为约15至约25英尺/ 秒。该计算应该基于进入环形间隙的汽提蒸气的预期流速。在本发明运行状态下，以类似反应器稀相区域的压力运行提升管。如此，控制环形 间隙，以允许来自反应器稀相区域的挥发性烃和蒸气进入提升管，并通过反应器旋风分离 器除去。如之前所讨论的，已经出人意料地发现在适当的运行状态下，在本发明中，实际上 没有烃原料流和/或催化剂将从反应器提升管通过提升管环形间隙区域转移到反应器的稀相区域。本发明另一个相对于图1所示封闭连接旋风分离器的现有技术构造的显著益处 是难以现场安装现有技术的分离区。现有技术的最终设计通常必须兼顾最佳机械和工艺设 计，导致设计 对于安装或运行不是效用最佳的。本发明分离提升管的益处是消除了与这些 分离区的生产和安装相关的问题，以及与现有技术相关的运行缺陷。参考图1的现有技术示意图，说明现有技术产生的获得合适装备、设备安装和维 护的问题以及保持合适环形间隙的困难。由于相关设备经受的高温，内部提升管(5)必须 能够热膨胀和独立于一级旋风分离器(20)移动。因为一级旋风分离器(20)连接至FCC反 应器⑴的顶部，并且内部反应器提升管(5)连接至FCC反应器⑴的底部，这些部件往往 在相对的方向上移动。由于在热间隙中必须考虑反应器提升管的总增长，进一步加重了这 一点。由于这些大的长度和高的热膨胀(FCC反应器通常从约950至1250° F运行)，必须 通过设计解决分离区(70)中过量的间隙。这助长了来自反应器提升管的裂化烃产物和废 催化剂的较差俘获和控制，并可在分离区(70)区域内产生过度焦化，以及产生机械损害。另外，该分离区(70)区域内一级旋风分离器入口导管中的这种重叠和该设计中 要求的紧密三维容差要求FCC反应器大部分的内部件在现场装配和安装。这直接增加了总 成本并延长了反应器用于修理和改型的停机时间。对比很明显，本发明设计中上部提升管连接到结合一级和二级旋风分离器的FCC 反应器的顶部。该设计中，因为这些相关部件一致地移动，与现有技术封闭连接旋风分离器 设计相比，明显需要更少的现场配件以安装本设计的反应器内部件。本发明中，可以将整个 上部提升管、一级旋风分离器和二级旋风分离器装置预连接至FCC反应器的头部(顶部)。 可以除去旧的FCC反应器头部，并比较将现场工作“减至”极少的新设计部件与现有技术。 该新设计可以节约现场施工时间与现有FCC装置的运行停工时间，产生相当大的节约。如上讨论，本发明可以模块化方式将反应器提升管、一级旋风分离器和二级旋风 分离器安装在一起。换言之，本发明中在反应器提升管和一级旋风分离器、或一级旋风分离 器和二级旋风分离器之间不需要分离区(和具有相关旋风分离器和提升管的相关现场装 备)。结果，现在可以固定提升管出口和一级旋风分离器之间的管道部分。图4图解了本发 明提升管出口/一级旋风分离器入口连接的优选实施方式。图4展示了本发明上部提升管 (215)和上部提升管出口(415)以及一级旋风分离器(235)和一级旋风分离器入口(425) 的优选实施方式。优选实施方式中，反应器提升管出口的高度“R”是一级旋风分离器入口 高度“L”的约1. 0至约2. 0倍。更优选实施方式中，反应器提升管出口的高度“R”是一级 旋风分离器入口高度“L”的约1. 5至约2. 0倍。回到图4，本发明更优选实施方式中，从提升管出口(415)顶部到圆锥体(225)底 部的上部提升管高度“U”是一级旋风分离器入口高度“L”的约3至约6倍。最优选实施方 式中，高度(“U”)是一级旋风分离器入口高度(“L”)的约3至约5倍。另一优选实施 方式中，连接上部反应器提升管(215)至一级旋风分离器(235)的导管长度(图4中称为 “W”)是一级旋风分离器入口高度(“L”)的约1.5至约3倍。更优选，连接上部反应器提 升管(215)至一级旋风分离器(235)的导管长度(图4中称为“W”)是一级旋风分离器入 口高度(“L”)的约1.5至约2.5倍。应该注意在与反应器提升管轴线正交的平面中，在沿 着从上部反应器提升管(215)外径到一级旋风分离器(235)外径的导管中心线的管线上测量长度“W”。另一个本发明优选实施方式中，在FCC反应器中一级旋风分离器入口下方安装防焦化挡板。此处图5展示了本发明的该实施方式，其中在FCC反应器中一级旋风分离器入 口下方安装防焦化挡板。优选实施方式中，防焦化挡板的顶部到一级旋风分离器入口顶部 的距离为一级旋风分离器入口高度(图4中显示为尺寸“L”)的至少两倍。图5图解了引 入许多本发明实施方式的FCC反应器设计。图5图解了具有连接到单个上部提升管的三个 一级旋风分离器(235)和三个二级旋风分离器(515)的设计(无法看到，但是位于图5所 示组件中心)。从图5可以看出，防焦化挡板(520)位于一级旋风分离器入口(425)下方。 现有技术的典型封闭连接旋风分离器设计中(图1图解的现有技术)，防焦化挡板位于一级 旋风分离器上方(图1中没有图解典型的防焦化挡板)。这使得安装与维护防焦化挡板，以 及检查相关部件(即提升管、旋风分离器、支撑物等)非常困难。从图5可以看出，本发明 该实施方式的设计允许防焦化挡板上方有足够净空，用于安装和检查期间人员在该部分直 立行走。此外，该设计提供至许多关键的检查点例如内部提升管的顶部、初级和二级旋风分 离器和连接管，以及用于提升管/旋风分离器组件的支架的大得多的通道。结合本发明其它方面，降低防焦化挡板的某些益处如下所述。首先，图5中可以看 出，几乎可以将整个反应器上部提升管、一级旋风分离器、二级旋风分离器、支架和防焦化 挡板预先装配作为单个装置装入FCC反应器中。如前所述，该新设计减少了大量现场装备 和安装以及设备停工时间。可以预生产该新“模块化”反应器设计，并连接至新反应器壳， 用于“减少”安装节约时间和成本。注意到在这之前省去旋风分离器导管中的分离区减少 了现场装备所需的量。类似地，本设计中通过从一级旋风分离器上方移动防焦化挡板至一 级旋风分离器下方，消除了大部分安装所需现场工作。更低的防焦化挡板提供了到防焦化 挡板顶部和需要定期进入和检查的相关关键部件区域的大得多的通道。此外，更低的防焦 化挡板位置减少了与逸出烃接触的容器内部体积和产生的焦炭形成，从而降低了装置检修 期间(维护周期)与除焦化相关的时间和成本。此外这将改善焦化选择性，导致改善工艺 产率(有利于产生更有价值的产物)。本发明优选实施方式中，本发明防焦化挡板包括穿过防焦化挡板的孔和/或管， 用于在挡板装置下方有效将蒸气分配至内部提升管周围的同心区域，其在中央提升管分离 间隙周围理想地配置蒸气/冷凝物。该设计的目的是防止形成的焦炭聚集在环形间隙周围 区域内。如所示通过多个开口的蒸气分布孔和/或管道(510)引入蒸气，其位于图5中心 附近(部分无法看到)。所述设备上方的工作压力通常高于挡板下方，其可以提供分布蒸气 的简单装置，不需要引入复杂的装卸歧管和/或导管系统。作为本发明的部分，上述设备实施方式用于流化床催化裂化上述重烃原料的工 艺。该工艺中，将重烃原料导入短接触时间FCC反应器。通过一个或多个进料嘴将所述重 烃原料注入反应器提升管。在该反应器提升管内，重烃原料在裂化条件下接触催化裂化催 化剂，从而导致含碳的废催化剂颗粒沉积在其上和产生沸点更低的产物流。裂化条件是常 规的，并通常将包括温度约932° F至约1040° F(500°C至560°C )，优选约977° F至约 1004° F (525至540°C )；烃分压约10至50磅/平方英寸(70-345千帕)，优选约20至40 磅/平方英寸(140-275千帕)；催化剂与原料(重量/重量)比为约3至8，优选约5至6， 其中催化剂重量是催化剂复合材料的总重量。可以并流引入蒸气和原料至反应区。所述蒸气可以包括最高达约5衬％的原料。优选，反应区中FCC原料的停留时间小于约5秒，更优 选约3至5秒，更加优选约2至3秒。此处适用的催化剂是裂化催化剂，其包含大孔分子筛或至少一种大孔分子筛催化 剂和至少一种中孔分子筛催化剂的混合物。此处适用的大孔分子筛可以是任何平均孔径大 于0. 7纳米的分子筛催化剂，其通常用于催化“裂化”烃原料。优选此处使用的大孔分子筛 和中孔分子筛选自具有结晶四面体结构的氧化物组分的那些分子筛。优选，结晶四面体结 构氧化物组分选自沸石、网状硅酸盐、四面体磷酸铝(ALPO)和四面体磷酸硅铝(SAPO)。更 优选，大孔和中孔催化剂的结晶结构氧化物组分是沸石。应该注意当裂化催化剂包含至少 一种大孔分子筛催化剂和至少一种中孔分子筛的混合物时，大孔组分通常用于催化来自催 化裂化反应的初级产物分解为清洁产物例如燃料用石脑油和用于化学原料的烯烃。

此处同样适合使用通常用于工业FCC工艺装置的大孔分子筛。工业上使用的FCC 装置通常使用常规的裂化催化剂，其包括大孔沸石例如USY或REY。本发明可以使用的另外 的大孔分子筛包括天然和合成大孔沸石。天然大孔沸石的非限制性实例包括钠菱沸石、菱 沸石、环晶石、斜发沸石、八面沸石、片沸石、方沸石、插晶菱沸石、毛沸石、方钠石、钙霞石、 霞石、天青石、钙沸石、钠沸石、钾沸石、中沸石、发光沸石、发光沸石、锶沸石和镁碱沸石。合 成大孔沸石的非限制性例子是沸石X、Y、A、L、ZK-4、ZK-5、B、E、F、H、J、M、Q、T、W、Ζ、α和 β、ω、Ι ΕΥ和USY沸石。优选此处使用的大孔分子筛选自大孔沸石。更优选此处使用的大 孔沸石为八面沸石，特别是沸石Y，USY和REY。此处适用的中孔分子筛包括中孔沸石和磷酸硅铝(SAPO)。适用于本发明实践 的中孔沸石描述于“Atlas of Zeolite Structure Types (沸石结构类型)”，W. H. Meier 禾口 D. H. Olson编辑，Butterworth-Heineman，第三版，1992，此处引入作为参考。所述中孔 沸石通常具有小于约0. 7纳米的平均孔径，通常约0. 5至约0. 7纳米，并包括例如MFI、 MFS、MEL、MTW、EU0、MTT、HEU、FER 禾口 TON 结构类型沸石(IUPAC Commission of Zeolite Nomenclature)。这种中孔沸石的非限制性例子包括ZSM-5、ZSM-12, ZSM-22、ZSM-23、 ZSM-34、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48、ZSM-50、硅质岩和硅质岩2。本发明最优选使用的中 孔沸石是ZSM-5，这公开于美国专利号3，702，886和3，770，614。ZSM-Il描述于美国专 利3，709，979 ；ZSM-12公开于美国专利3，832，449 ；ZSM-21和ZSM-38公开于美国专利 3，948，758 ；ZSM-23公开于美国专利4，076，842 ；和ZSM-35公开于美国专利4，016，245。 此处也可以使用如上所述SAP0，例如SAP0-11，SAP0-34, SAP0-41和SAP0-42，其公开于美 国专利4，440，871。此处可以使用的其它中孔分子筛的非限制性例子为硅酸铬；硅酸镓； 硅酸铁；磷酸铝(ALPO)，例如ALP0-11，描述于美国专利4，310，440 ；硅酸钛铝(TASO)，例 如TAS0-45,描述于EP-A No. 229，295 ；硼硅酸盐，描述于美国专利4，254，297 ；磷酸钛铝 (TAPO)，例如TAP0-11，描述于美国专利4，500, 651 ；和硅酸铁铝。此处引入全部上述专利作 为参考。此处使用的中孔沸石还包括“结晶混合物”，其认为是合成沸石期间结晶区域或晶 体内出现缺陷的结果。EZSM-5和ZSM-Il的结晶混合物实例公开于美国专利4，229，424，此 处引入作为参考。结晶混合物本身是中孔沸石，并且不要与沸石的物理混合物相混淆，所述 沸石的物理混合物是不同沸石的不同晶质的晶体物理存在于相同的催化剂复合材料或热 液反应混合物中。
本发明大孔和中孔催化剂通常存在于将催化剂组分结合在一起的无机氧化物基 体组分中，使得催化剂产物足够硬以经受得住颗粒间和反应器壁的碰撞。所述无机氧化物 基体可以由无机氧化物溶胶体或凝胶制成，其干燥以将催化剂组分“粘”在一起。优选，无 机氧化物基体包含硅和铝的氧化物。此外优选将分离的氧化铝相引入无机氧化物基体中。 可以使用铝羟基氧化物-Y -氧化铝、勃姆石、水铝石和过渡氧化铝例如α -氧化铝、β -氧 化铝、Y-氧化铝、S-氧化铝、ε-氧化铝、κ-氧化铝和P-氧化铝物质。优选，所述氧化 铝物质是铝三氢氧化物例如三水铝石、三羟铝石、新三水氧化铝或doyelite。所述基体材料 也可以包含磷或磷酸铝。本发明范围包括在上述无机氧化物基体中相同或不同催化剂颗粒 中存在的大孔催化剂和中孔催化剂。如上所述，重烃原料接触裂化催化剂，产生沉积在其上的含碳废催化剂颗粒和底 部沸腾产物流。将大多数和优选基本上全部废催化剂颗粒导入FCC反应器中汽提区域。所 述汽提区域通常包含催化剂颗粒的密相床(或“密相”)，其中通过使用汽提剂例如蒸气进 行挥发物汽提。汽提区域上方也可以有空间，其中催化剂密度实质上更低，该空间可以称为 “稀相”。将大部分、优选基本上全部汽提的催化剂颗粒随后导入再生区域，其中通过在含 氧气体优选空气的存在下，通过从废催化剂颗粒燃烧焦炭而再生废催化剂颗粒，从而产生 再生的催化剂颗粒。该再生步骤恢复催化剂活性，并同时加热催化剂至约1202° F(650°C ) 至约1382° F(750°C)的温度。然后循环大多数、并优选基本上全部的热再生催化剂颗粒 至FCC反应区，其中它们接触注入的FCC原料。

如前所述，重烃原料接触裂化催化剂也产生FCC反应器塔顶产物流。本发明优选 实施方式中，至少部分FCC反应器塔顶产物流进一步分离为最小石脑油物流和馏出物物 流，用于生产液体燃料产品。下列实施例仅用于说明目的而非以任何方式限定本发明。 实施例在该实施例中，进行本发明和现有技术的大范围冷流测试。该测试由运行其中分 离区在提升管和一级导管之间的导管中的现有技术与使用空气代替烃和蒸气以成比例缩 放的尺寸和操作条件的本发明构造的优选实施方式的透明有机玻璃模型组成。使用氦示踪 剂和探针测定通过出口逸出的气体。收集并称量从出口漏出的催化剂。图6A显示现有技术 设计的冷流测试设施的装置简图，而图6B显示使用该冷流测试设施的图片。图7A显示本 发明优选实施方式的冷流测试设施的装置简图，而图7B显示使用该冷流测试设施的图片。应该注意到在这些冷流测试中，本发明的设计与此处图1中举例说明的最接近的 工业现有技术相比，其不是Krambeck/Kam设计，因为Krambeck/Kam设计，由于此处在本发 明的背景和详细内容部分中已经讨论的原因，其没有工业使用或不具有可行性。然而，也 应注意到在该实施例描述的冷流测试中，本发明的新设计在严重未对齐的位置进行测试， 人们发现当上部和下部提升管在未对齐的位置时，本发明可以克服现有技术Krambeck/Kam 设计的缺陷。这些实验表明与分离区位于提升管和一级导管之间的导管内的现有技术设计 相比，本发明的烃损失(由氦示踪剂测量表明)和催化剂损失均显著降低。如图8A、8B、9A、 9BU0A和IOB所示的实施例中测试的比较数据说明本发明的工艺结果相对于现有技术具有显著的和令人惊讶的改进。 对现有技术和本发明构造进行冷流测试。这不仅使得发明人能够观察和测量实际 情况下的损失，而且允许发明人在“未对齐”条件下运行本发明的设计以测试目前与现有技 术Krambeck和Kam设计有关的真正地校正未对齐问题的问题。图6A中展示了现有技术冷 流测试的一般构造示意图，而图6B中照片展示了现有技术构造的实际冷流装置。图6A展 示了本发明冷流测试的一般构造示意图，而图6B中的照片展示了本发明实施方式的实际 冷流装置。图6A示意性地表示成比例缩放的现有技术构造的冷流测试装置。该装置由提升 管(610)构成，其通过现有技术的分离区(620)连接到一级旋风分离器入口(615)。分离 区整个封装在密封的有机玻璃壳体(625)中。催化剂与空气(630) —起流化，并进入提升 管(610)中。将氦示踪剂(635)注入提升管，并在有机玻璃壳体内部(640)监测氦示踪剂 的量以确定分离区(620)的泄漏量。在测试期间，将空气(645)以测定的流速泵入有机玻 璃区域，其在冷流测试中作为“排出气体”。通过出口(650)收集来自有机玻璃外壳的从分 离区损失的催化剂，并确定其量。在类似的结构中，图7A示意性地表示本发明优选实施方式的等比例的冷流测试 装置。该装置由下部提升管(710)构成，其通过本发明的分离区构造(720)与上部提升管 (715)连接。将分离区整个封装在密封的有机玻璃壳体(725)中。将催化剂与空气(730) 一起流化，并进入提升管(710)中。将氦示踪剂(735)注入下部提升管，并在有机玻璃壳 体内部(740)监测氦示踪剂的量以确定来自分离区(720)的泄漏量。在测试期间，将空气 (745)以测定的流速泵入有机玻璃区域，其在冷流测试中作为“排出气体”。通过出口(750) 收集来自有机玻璃外壳的从分离区损失的催化剂，并确定其量。对于现有技术和本发明模拟的冷流测试性构造，提升管直径为8英寸。对于这两 种模拟，提升管在具有出口位置的顶部以90度的弯管结束，其中所述出口是如上所述两种 构造之间的关键区别。在该冷流实验中，改变几个关键的参数以反映通常的工业操作条 件。催化剂流量变化为50-1051b/ft2-s。提升管速度变化为40-68ft/s。出口速度变化为 0-20ft/s。对于本发明的冷流模拟，将圆锥角设置为18度，过渡长度为12英寸，重叠部分 为12英寸，上部提升管的直径与下部提升管直径相同均为8英寸，和提升管出口的间隙是 2英寸。当本发明以未对齐状态进行模拟时，偏心率为100%使得下部提升管的外径与套管 的内径接触。图8A和8B展示了现有技术和本发明在“对齐”状态和本发明在“未对齐”状态下， 在不同提升管速度下的测试结果。图8A展示了作为提升管速度函数从分离区的固体泄漏 (催化剂)量，而图8B展示了作为提升管速度函数从分离区的气体泄漏(烃)量。首先，在 图8A中可以看到，在本发明“对齐构造”中，固体泄漏降低约5个数量级，或难以置信地为 > 99. 999% (图形按指数缩放)。更加出人意料地，本发明显示在对齐和未对齐情况中催 化剂损失几乎没有差异。不是非常令人吃惊，但是如图8B所示非常明显，本发明对齐情况 的气体泄漏速度为现有技术气体泄漏速度的约1至2%。另外，通常以“未对齐”条件进行 本发明以同样或更好地最小化气体泄漏。图9A和9B展示了现有技术和本发明在“对齐”状态和本发明在“未对齐”状态， 在不同提升管通量率下的测试结果。提升管通量率是催化剂通过提升管的物质流动速度的量度。图9A展示了作为提升管通量率函数从分离区的固体泄漏(催化剂)量，而图9B展 示了作为提升管通量率函数从分离区的气体泄漏(烃)量。从图9A和9B可以看出，当作 为提升管通量率函数测量时，与现有技术相比，本发明性能表现为减轻固体泄漏和气体泄 漏的类似量级改进性能。另外，本发明在“对齐”和“未对齐”状态的性能极其相似，但是相 对于现有技术，在这两种状态下均有极大的改进。此处图IOA和IOB显示了实施例2冷流实验最后的图。图IOA和IOB展示了现有 技术和本发明在“对齐”状态和本发明“未对齐”状态在不同出口速度下的测试结果。图IOA 中从分离区的固体泄漏(催化剂)量显示为出口速度的函数，而图IOB中，从分离区的气体 泄漏(烃)量显示为提升管通量率的函数。“出口速度”(或“排出气体速度”)是“排出气 体”的速度，即气体从分离区周围区域移动的速度，计算为通过分离区和进入一级旋风分离 器导管(如现有技术中)或进入提升管(在本发明中)的速度。出口速度测量为排出气体 进入测试设备的体积流率除以环形间隙区域的横截面积，如图3A中区域(301)所示。图IOA和IOB再次展示了本发明相对于现有技术，甚至在不同的出口速度和催化 剂质量通量率(“Ug”)下的显著改善。图IOA中可以再次看出，以最大出口速度，在大多数 情况下本发明固体泄漏速度小于现有技术固体泄漏速度的约1%。此处还在图IOB中展示 了气体泄漏速度的显著改善。此外出人意料地发现排出气体速度为约10英尺/秒或以上 时，泄漏速度明显改善。根据排出气体速度为约15英尺/秒或以上时的数据，这甚至更为 明显。此外，从图IOA和IOB可以看出，更高的提升管通量率，特别是高于约40磅/平方英 尺_秒，导致改善的固体和气体泄漏速度降低。与现有技术相比，这些实验的结果表明本发明大量降低了催化剂损失。这些实验 还表明本发明中的烃损失明显低于现有技术构造中的损失。此外，动力学建模工作表明这 些得到的较低的烃损失改善了轻气体的选择性，其是本发明重要的经济因素。动力学建模工作表明这些得到的较低的烃损失改善了轻气体的选择性(由于其 在反应器稀相中的热裂化较少)，其是本发明重要的经济因素。基于这些动力学模型，烃到 稀相中的漏失减少10%导致C2的产率降低1_3%。在通常的操作限制下，这将允许FCC装 置增加约的汽油产率，其以恒定的原料速度得到降低约的底部产率。对于石油工业 中通常的经济方案，该变化将产生显著的经济信誉。
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权利要求
1.一种流化床催化裂化反应器容器，包括a)下部内部反应器提升管，其中部分所述下部内部反应器提升管位于所述流化床催化 裂化反应器容器内，并且其中所述下部内部反应器提升管的下端连接至所述流化床催化裂 化反应器容器的壳体；和b)上部内部反应器提升管，其位于所述流化床催化裂化反应器容器内，其中所述上部 内部反应器提升管的下端收尾于连接到圆柱形套管的圆锥形部分；其中所述上部内部反应 器提升管的上部与所述反应器容器的稀相部分没有流体连接，并且至少两个提升管出口机 械连接到所述上部内部反应器提升管的上部；其中所述下部内部反应器提升管的上端与所述上部内部反应器提升管和所述反应器 容器的稀相部分流体连接；所述下部内部反应器提升管没有机械连接到所述上部内部反应 器提升管；所述上部内部反应器提升管的圆锥形部分的最大直径大于所述下部内部反应器 提升管上端的直径；所述上部内部反应器提升管的圆柱形套管的直径大于所述下部内部反 应器提升管上端的直径；所述上部内部反应器提升管的至少部分圆柱形套管与所述下部内 部反应器提升管的至少部分上端重叠；并且在所述上部内部反应器提升管的圆柱形套管与 所述下部内部反应器提升管的上端的重叠部分区域中没有用于限制所述圆柱形套管和所 述下部内部反应器提升管上端之间的偏心率的机械装置。
2.根据权利要求1所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述提升管出口通过第一 导管各自物理连接至一级机械式旋风分离器入口，该一级机械式旋风分离器设计为从烃蒸 气离心分离催化剂颗粒，并且其中除了在所述第一导管第一端上的提升管出口和在所述第 一导管第二端上的一级机械式旋风分离器入口，在所述第一导管内没有开口。
3.根据权利要求2所述的流化床催化裂化反应器容器，其中至少一个一级机械式旋风 分离器具有蒸气出口，其通过第二导管物理连接至二级机械式旋风分离器入口，该二级机 械式旋风分离器设计为从烃蒸气离心分离催化剂颗粒，并且其中除了在所述第二导管第一 端上的一级机械式旋风分离器出口和在所述第二导管第二端上的二级机械式旋风分离器 入口，在所述第二导管内没有开口。
4.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中当所述流化床催 化裂化反应器容器处于运行(热)状态下时，所述上部内部反应器提升管的圆柱形套管和 所述下部内部反应器提升管上端的重叠部分的长度是6至36英寸。
5.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述上部内部反 应器提升管的圆锥形部分和所述上部内部反应器提升管的轴线之间的锐角是5°至25°。
6.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中当所述流化床催 化裂化反应器容器处于运行(热)状态下时，从所述下部内部反应器提升管顶部到所述圆 锥形部分底部测得的过渡长度是6至36英寸。
7.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述下部内部反 应器提升管和所述上部内部反应器提升管的圆柱形套管之间的环形间隙是1至4英寸。
8.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，进一步包括基本上水 平位移的防焦化挡板，其基本上隔开所述流化床催化裂化反应器容器的上部与所述流化床 催化裂化反应器容器的下部，其中所述防焦化挡板位于所述流化床催化裂化反应器容器中 低于所述一级机械式旋风分离器入口的高度；所述防焦化挡板机械连接至所述上部内部反应器提升管部分、至少一个一级旋风分离器、至少一个二级旋风分离器或其组合；其中所述 防焦化挡板相对于所述反应器容器的内壁自由移动。
9.根据权利要求8所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述防焦化挡板由多个穿 透所述防焦化挡板的蒸气传送孔和/或开管组成，其中所述蒸气传送孔和/或开管的位置 基本上与所述上部内部反应器提升管相邻。
10.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述上部内部 反应器提升管的圆柱形套管和所述下部内部反应器提升管的上端之间的偏心率在热状态 下大于10%。
11.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中所述上部内部 反应器提升管的圆柱形套管和所述下部内部反应器提升管的上端之间的偏心率在热状态 下大于20%。
12.根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器，其中在所述圆锥形 部分之上的至少部分所述上部内部反应器提升管的内径大于至少部分所述下部内部反应 器提升管的内径。
13.一种使用根据前述任一项权利要求所述的流化床催化裂化反应器容器的流化床催 化裂化方法，其中所述方法步骤包括a)通过连接到外部流化床催化裂化反应器提升管部分的一个或多个进料嘴注入重烃 原料，其中所述外部流化床催化裂化反应器提升管部分与位于所述流化床催化裂化反应器 容器内部的下部内部反应器提升管流体连接；b)使所述重烃原料与热流化床催化剂在所述外部流化床裂化反应器提升管中接触；c)将至少一部分所述重烃原料和热流化床催化剂传送通过所述下部内部反应器提升管；d)将至少部分所述重烃原料和热流化床催化剂从所述下部内部反应器提升管传送到 上部内部反应器提升管；和e)从所述流化床催化裂化反应器容器回收流化床催化裂化产物流和废催化剂流； 其中至少一部分所述重烃原料催化裂化成作为流化床催化裂化产物流回收的低分子量烃化合物。
14.根据权利要求13所述的流化床催化裂化方法，进一步包括-使来自所述流化床催化裂化反应器容器的稀相部分的含烃蒸气流入上部内部反应器 提升管，其中使所述含烃蒸气传送通过所述下部内部反应器提升管与所述上部内部反应器 提升管部分的圆柱形套管之间的环形间隙，其中所述含烃蒸气通过所述环形间隙的速度为 10英尺/秒至30英尺/秒。
15.根据权利要求13-14任一项所述的流化床催化裂化方法，其中所述重烃原料和所 述热流化床催化剂混合物在所述外部流化床催化裂化反应器提升管、所述下部内部反应器 提升管和所述上部内部反应器提升管中的总停留时间小于5秒。
全文摘要
本发明是短接触时间流化床催化裂化(FCC)反应器的改进设计和操作，其中上部内部提升管和下部内部提升管相互流体连接，并提供改善的分离区，用于从FCC反应器稀相区域带走蒸气。详细的优选实施方式包括相对于现有技术对内部中央提升管、提升管终端装置、旋转分离器和焦化减缓挡板系统的改进，以及相关的利用新反应器设计的改善的流化床催化裂化方法。
文档编号F27B15/00GK102112836SQ200980117357
公开日2011年6月29日 申请日期2009年5月12日 优先权日2008年5月14日
发明者克里斯·S·古丘罗, 克里斯托弗·G·斯玛丽, 爱德华·N·琼斯, 罗伯特·F·塔姆拉, 菲利普·A·戴斯, 阿尔文·U·陈 申请人:埃克森美孚研究工程公司