专利名称:流化床催化裂化工艺和装置的制作方法
本发明涉及一种新的(a)催化裂化，特别是重烃油的催化裂化和(b)催化剂的再生工艺，以及涉及实现该工艺的装置。
由于天然原油供应方面的变化以及对精制产品和燃料油的需要量减少，对汽油型的较轻产品的需要量增加，这就使得石油炼制工业要开发各种新工艺，以改善天然重油及渣油(例如直馏渣油或减压渣油)的质量。
关于处理这样的原料的催化裂化工艺，似乎主要的困难是由下面的原因引起的这些原料中含有象沥青质及缩合的多环芳烃这样的有机物质，这些物质是难以裂化成较小的分子以得到相当大量的低沸点馏分，这些物质要互相结合产生大量的焦炭，沉积在所用的催化剂上，因此降低了催化剂的活性。而且，在这些重油中存在大量的重金属，象镍、钒、铁等，这些重金属被认为是有害的，因为这些金属要使一般在流化床催化裂化过程中所用的沸石型催化剂中毒或至少失活。后面，流化床催化裂化叫做F.C.C.。
但是有许多基本的因素可以使得可能把重的产品高选择性地转化或较轻的馏分，同时保持形成的焦炭最少。
在这些因素中，最重要的因素之一是要保证烃原料(一般是预热的并与蒸汽附加物一起)与催化裂化装置用的热的再生的催化剂在接触的区域很好的混合，以使得原料和催化剂之间的热传递发生的尽可能快和有规律。在反应区域的原料引入的料面，特别是通过避免返混现象持久地和有效的更新再生的催化剂也是很重要的，返混现象增加接触时间并使生成的轻馏分明显的减少，同时增加了在催化剂颗粒上形成的焦炭的重量比。
也有害于F.C.C.装置的顺利操作，尤其是指定要处理重原料时的顺利操作的另一重要现象是很难达到很好的催化剂的经向均匀性，不但在入口，而且在通过反应区都要达到很好的催化剂的径向均匀性。
关于裂化反应的选择性，一般认为，流体的流动越接近于活塞流越好。在一般的F.C.C.〃装置要达到活塞流是特别困难的。
本发明的目的是要同时达到具有上述三种有利因素的最好的条件没有反混，径向均匀性和象活塞流。同时用一种新型的原料喷射及与催化剂的混合装置、反应区域和快速分离器可达到这些目的，在反应区域原料和催化剂并流向下流动。
在已公开的及在反应区域用并流向下的反应器的F.C.C.工艺当中，某些是指定要处理象减压瓦斯油这样的普通原料。美国专利2，420，558公开了这样一种方法，但是用一种一般的原料喷射系统和单个催化剂再生区域。美国专利2，965，454公开了一种装置，其反应区域是由许多立管组成，原料和催化剂并流向下通过反应区。美国专利3，835，029也提到一种并流向下的F.C.C.工艺，其仅用来处理轻原料(在510～550℃可完全汽化)，当催化剂的速度为9～30m/s时，原料从反应区域催化剂入口的下部引入并且没有快速的气体/固体分离系统。
这些方法用于加工较重的烃原料是不合适的，这样的原料需要特殊的汽化和喷射装置，为便于再生催化剂，通常是用两步催化剂再生工艺。
美国专利4，385，985公开了一种改进的催化裂化工艺，其是下流式处理重原料，原料的干点大于560℃，康氏残炭至少3%。但是在介绍的系统中，关于再生的催化剂与原料的混合物，其中催化剂是通过一个多孔的栅板引入，原料是通过一般的由几个喷射器组成的体系引入，喷射器位于引入再生的催化剂的部位的下部，通过整个反应器不能使原料急剧汽化成均匀的混合物。美国专利4，411，773公开的实际上有相同装置的系统，至少就基本部分，特别是就喷射混合系统而论是相同的。
早已公开了很多在催化裂化反应器的反应区域引入重烃原料的特殊的技术。例如，美国专利4，097，243公开了一种原料分布系统，该系统包括许多喷咀，这些喷咀装在平截头园锥体的较大的截面上，一些喷咀与反应器轴线平行，另一些喷咀倾斜于反应器轴线。再生的催化剂在引入原料的系统之上，在倾斜于反应器轴线的方向提供。美国专利4，427，737公开了一种制备和分散重原料的方法。该方法是先把原料在水中形成一种乳化液，把乳化液预热，然后喷成100～500微米的小滴，用气体稀释剂在反应区域的外部进行这样的喷淋。通过许多分布在平截头园锥面分布器上的喷咀实现在反应区域的喷射，分布器的面积仅为反应器”面积的20～40%。按照这种方法，再生的催化剂在原料喷射系统的下部供给，原料以大于90m/s的速度引入。美国专利3，152，065和3，246，960介绍了一种在“反应器”的下部喷射烃原料，以便引入原料与蒸汽的混合物的方法，原料进行螺旋式的运动，然后与蒸汽混合，整个的混合物通过一个限定截面积的孔口，再生的催化剂在喷射系统的下部，在反应器的底部供给。
然而，上述的装置没有一种可能实现在催化裂化反应区域的方便的喷射，而同时快速地(最好小于0.5秒)使催化剂与汽化的原料混合，并且沿着整个反应器表面该混合物的径向均匀性很好。
另外，这些装置是用于在上行并流型的F.C.C.反应器中引入原料，不适合于原料和催化剂向下并流型。
本发明是关于一种新的F.C.C.(流化催化裂化)工艺，尤其是用于转化重烃油。实际上这些原料既可以是一般的原料，即例如干点约为400℃的原料，如减压瓦斯油，也可以是较重的烃油，如粗制和/或汽提过的油料、直馏或减压渣油。这些原料可随意地进行预处理，例如用钴-钼或镍-钼型催化剂进行加氢处理。根据本发明，比较好的原料是正常的沸点直到700℃或更高的馏分，任选地含有高比例的沥青质产物且康氏残炭含量直到4%或更高的原料。这些原料可以用或不用一般的较轻的馏分油稀释，这些轻馏分油可以包含已进行裂化的烃馏分，这些烃馏分是循环油、例如轻循环油(LCO)或重循环油(HCO)。根据本发明的一个较好的实施例，这些原料在进行处理前要在300～450℃预热。
更确切地说，本发明包括原料在基本上立式的反应区域的上部引入，利用喷射和分散原料的系统，一般地用附加的蒸汽，把原料喷成平均大小的液滴，液滴的大小比较好的是不超过100微米，而更好的是大约50微米，在喷射的料面，原料的速度最好是10～100m/s。本发明的装置包括许多喷咀，每个喷咀都放在再生的热催化剂排出管的上部，并与该管同轴，以便使得在排出管的上部，一方面部分汽化的原料射流与热的催化剂颗粒基本上平行流动，另一方面，这样有利于这两种物流之间在此通过辐射进行热交换，在上述催化剂排出管的下部可以使原料完全汽化。根据本装置，原料和催化剂的接触时间一般不超过0.5秒，而一般大约为0.1秒。原料(汽化的)和催化剂并流，然后向下流，通过反应区域，反应区域的温度一般为450～700℃，停留时间0.1～10秒，最好是0.2～4秒。在反应器下部，共流的催化剂和已经过裂化处理的反应流出物被加速，然后通过一个初始的快速分离系统(见后面图3的解释)，在小于1秒的时间内达到第一次催化剂颗粒和蒸汽的分离;于是50～90%的催化剂颗粒与气相反应流出物分离，用一个或几个一般的旋风分离器来完成这种分离。因此，本发明保证催化剂和气相物流快速完全的分离(可用具有由物流的运动得到的反向螺旋的所谓反向流动型的旋风分离器(复))，而且也保证催化剂和物流快速分离，因为在较完全分离之前已用上述的至少一个停留时间很短、带有螺旋流动的所得蒸汽及没有反向螺旋的单流旋风分离器，已由气相物流中分离出50～90%的催化剂颗粒。分离出流出物气体之后，催化剂通过一个汽提区，在汽提区，催化剂用象蒸汽和/或惰性气体(如CO，CO2)，燃烧气或燃料油气这样的气体进行处理，烃类和汽提气排出，这样汽提过的催化剂然后以流体的形式输送到基本上立式的第一个再生区，该再生区的温度保持在约500～700℃。在上述第一再生区，引入氧和/或含氧的气体，最好是空气，气体的引入量要使沉积在催化剂上的氢产物基本上完全燃烧，或至少90%(重)燃烧。仅一部分沉积在催化剂上的碳产物也被氧化，结果初始沉积的碳的10～60%(重)被氧化，基本上氧化成CO;由第一再生区流出的物流气在旋风分离器中与部分再生的催化剂分离，因而，鉴于所用氧的量相对比较低及进行操作的温度，气体中CO的含量特别高。然后部分再生的催化剂用另外提供的无水含氧气体(如干空气)输送到第二再生区域。
第二再生区基本上是一个立式反应器，其长度L远大于其直径φ，使长/径比(L/φ)为3～90，其内部用耐火材料衬里。在第二再生区的底部引入部分再生的催化剂。第二再生区的再生温度比第一再生区高，通常高于65℃，可达到1000℃。上述第二催化剂再生步骤在大大过量氧(最好是干空气)存在的情况下进行，形成的气体中CO2的含量特别高。由此得到的催化剂，其沉积在表面上的大部分碳都去掉了，因为积炭与催化剂的重量比一般低于0.04%。用第二再生区外部的旋风分离器把这样再生的催化剂与气相汽流分离;然后一般在600℃(或平均700℃)～950℃，把催化剂通过装有流体控制阀的下流的延伸的管带回到接触器一混合器中。
本发明的F.C.C.工艺可用一般在该技术中所用的任何常用的催化剂;但是，沸石基催化剂较好。对于双催化剂再生体系，虽然在高温，在湿气存在的情况下热稳定性不是主要条件，但沸石基催化剂热稳定性好，特别是在蒸汽存在的情况下热稳定性好。实际上第二步再生是在高温，在基本上无水的条件下进行的，鉴于这种情况，在裂化反应过程中沉积在催化剂上很重的烃分子中所含的氢在相对平稳的温度条件下进行的第一步再生过程中几乎全部转化成蒸汽。一般地，第一步再生输出的催化剂所含积炭的比例为0.8～5.4%(重)，在这一步，所剩氢的比例实际上常为零。
根据本发明的特殊的实施例，如果需要的话，可在沿着由第二再生器高温形成的燃烧区的多点喷射干氧化气体(一般是干空气)，以便一直保持与要燃烧的碳比较，氧要大大的过量。
根据本发明，同时使用的各种装置即在热的再生的催化剂供料的平面喷射和分散原料油的系统，催化剂和原料并流向下通过的反应区域，催化剂与产物的快速分离装置，和二段催化剂再生器，以保证显著地增加轻馏分油的产率，特别是增加高辛烷值汽油的产率。
改进催化剂的径向分布，没有返混，流体的流动比较类似于活塞式流动，催化剂与产物的快速分离，就可增加选择性，减少炭和气体的生成并可使其减少反应区的体积，从而降低投资费用及催化剂投资。
附图的简要说明图1示意地说明根据本发明F.C.C.装置的一个可能的实施例。
图2是喷注和分散原料油的装置的一个较好的实施例的较详细的图。
图3是在旋风分离器的出口的汽提反应器和快速排放装置的详图，旋风分离器用于分离F.C.C.反应器排出的混合物中的气体和催化剂颗粒。
本发明涉及(a)在反应区(1)烃原料的流化催化裂化和(b)在两个再生区(22)和(37)催化剂的再生工艺，在反应区(1)原料和催化剂并流向下。
本发明的工艺包括如下步骤(见图1或2)通过至少一根管(2)在反应区的上部喷射液体原料，管(2)再细分成许多单独的基本上垂直的导管(9)，在导管(9)的下端装有一种设备(图2的114)以把原料喷成平均大小、较好为100微米，更好约为50微米的小滴，在喷射点，原料的速度较好是10～100m/s;
在反应区(1)上部的料区，按照后面所介绍的，由再生区(37)，通过至少一个管(3)或(4)，开始在600～950℃引入催化剂颗粒，以便在上过的料区形成一个催化剂流化床;
通入一股向上的气流，通过上述催化剂床层，以此以便推动催化剂颗粒向下通过许多基本上垂直的排出管(10)，由此把催化剂输送到反应区，每一喷射原料的立管(9)都与催化剂排出管(10)同轴，每一喷射液体原料的设备都装在排出管上端的附近，以便在上述的排出管(10)形成原料流和催化剂流，并完全汽化液体原料，使原料与催化剂紧密混合，在排出管中原料和催化剂的接触时间较好是小于1/2秒，最好是小于0.1秒;
在反应区，在450～700℃，保持原料和催化剂接触，原料的停留时间0.1～10秒，最好0.2～4秒;
增加在反应区的下部(12)的催化剂和反应物流的速度，上述反应区的下部由至少一个缩孔管组成，其形状象平截头园锥体或四面锥体或任何其他等形体，其顶部朝下，半顶角5～30°，最好7～15°;
在至少一个第一分离区(13)从反应流出物中分离出50～90%的催化剂，提供停留时间小于1秒，在上述分离区的入口气相流出物的速度是10～40米/秒，以产生一种没有发生反向螺旋的螺旋式的蒸汽流，剩下的大部分催化剂随着气相物流运动，然后在至少一个另外的分离区(14)与反应物流分离，分离区(14)是反流型，即带有由在上述另外的分离区喷入气体物流而产生的反向螺旋;
用气体汽提，从催化剂中除去大部分烃类;
用气体，把催化剂颗粒向上输送(在这一步温度至少450℃)，在150～300℃，通过管(23)把这些催化剂送到第一再生区(22);
以流化的(或密相)床形式，在温度T1(约500～700℃)，在氢气或含氧的气体存在下完成第一步催化剂再生，以使沉积在催化剂上的产物中所含的至少90%的氢，最好基本上全部的氢燃烧掉，并把沉积在催化剂上的，以碳化物形式存在的碳，10～60%(重)都氧化，大部分氧化成-氧化碳;
把在第一催化剂再生区的大部分气体除去;
从第一再生区回收部分再生的催化剂，并用氧基载气或含氧的气体，基本上没有蒸汽，把部分再生的催化剂向上输送，通过管线(36)到第二再生区的上部，第二再生区的形状象一个基本垂直并伸长的管状区(37)，其L/φ(L是管长，φ是管径)为3～90。在第二再生区，用含氧、基本上无水的再生气在650～1000℃的温度T2，T2＞T1，处理上述催化剂，以得到再生的催化剂，其含碳量不大于0.04%(重)，同时产生高CO2含量的气体。在上述第二步再生的过程中，用上述载气，把催化剂向上输送通过再生区(37);
从第二再生区(37)回收气体-催化剂混合物，从气体中分离出催化剂，并把上述再生的催化剂通过至少一个导管(3)或(4)送回到催化裂化反应区(1)。
本发明也涉及一种催化裂化和催化剂再生装置，其包括如下部分(见图1和2)一个伸长的，基本上垂直的反应器(1);
在反应器的上部，至少有一根供给液体原料的管线(2)。管线(2)又细分成许多基本上垂直的、互相分开的导管(9)。在导管(9)的下端，有喷射上述原料油的喷咀(图2的114);
至少两个基本垂直的支管(3)和(4)，一般的装有阀(7)和(8)，以把催化剂颗粒引入到水平壁(图2的113-a)以上、反应器(1)上部的储罐或料区;
在水平壁(图2的113-a)的附近至少一个流化气体的分配器(图2的113);
许多排出催化剂颗粒的管(10)，把上述储罐中的催化剂颗粒排放到反应器，上述的排出管的排列要管每一原料进入导管(9)与排放管(10)同轴，而且使每一原料喷咀在排放管(10)上端的附近，因此，装配的喷咀和排出管(10)形成一个原料和催化剂的接触和混合区;
反应器(1)的底部至少有一个漏斗，其形状象一个平头园锥体或棱锥体或任何类似的形状，其顶部朝下，半顶角是5～30°，最好7～15°;
至少一个初分离区(13)，其包括一个或多个单疏旋风分离器，直接通过，反应流出的催化剂颗粒没有反向盘旋，上述的第一分离区在反应器外部、通过至少一个基本垂直的管(15)从上述第一分离区回收催化剂颗粒;
至少一个第二分离区(14)，其分离反应流出物，大部分剩余的催化剂颗粒再向前输送，催化剂颗粒通过至少一个管(16)(最好基本上垂直)由上述第二分离区回收催化剂颗粒，通过至少一根管(16-a)回收反应流出物;
一个反应器，即区(17)，通过至少一条管线(图3中221)引入气体，通过管(16)和(15)把催化剂送入该区(17);
管(20)，用来把催化剂颗粒排放到区(17)的外部，管(20)一般装有一个阀(21);
基本上垂直的管线(23)，用来提升通过管(20)补充的催化剂颗粒，其是用通过管线(23a)引入的提升气提升的，这样就把催化剂颗粒输送到第一个再生反应器(22);
第一再生反应器(22)，其装有一个栅板或任何其他的等效设备(27a)，以支持催化剂床层(25)，有一条进料管线(26)，用来补充氧气或含氧气体。有一个装置(28)，其至少装有一个旋风分离器，以分离气体和催化剂颗粒;
气体排放管线(29)，一般装有一个阀(30)和导管(33)，用来把催化剂从区(22)引出;
管(34)与导管(33)相通，一般装有阀(35)，用来使催化剂向下流动;
垂直而上的催化剂导管(36)，把通过管线(36a)引入的输送气(即提升气)送进导管(36);
基本上垂直的管式催化剂再生反应器(3)，其L/φ比是3～90(L是管式反应器的长度，φ是其直径)，反应器至少装有一个喷咀，以喷入再生气体;
气体-催化剂混合物排放管线(38);
装置(5和6)，用来分离催化剂和气体，其至少有两个旋风分离器，一般放置在再生反应器(37)和反应器(1)的外面，催化剂从上述分离器分出，通过进料导管(3)和(4)补充到反应器中。
根据说明本发明的一个可能的实施例图(1)，烃原料，如瓦斯油或高沸点烃，是通过在垂直反应器的上部的管线(2)引入，在高温下再生后的催化剂通过外部的旋风分离器(5)和(6)的向下延伸的管(3)和(4)也在反应器(1)的上部引入，管(3)和(4)装有阀(7)和(8)，以控制流速，烃原料在多喷咀喷射系统(9)被喷散，并部分汽化，图2中较详细地介绍了该实施例。在一个较好的实施例中，原料迅速地分散，并在向下延伸的多喷咀快速接触-混合器(11)的许多排料管(10)中与热催化剂混合。图2中较详细地说明了这样的实施例。在接触混合器(11)的出口，高温下再生的催化剂和原料进行极迅速的传热，后者完全汽化，并且，重馏分由于受到如此的急热而发生热裂解。在这种通常的迅速混合装置中，原料-催化剂的接触时间一般最多0.5秒，最好少于0.1秒。
混合之后，烃类蒸汽/催化剂悬浮物所达到的温度可为450～700℃，其与所要求的转化率和原料的组成有关。然后烃类蒸汽/催化剂悬浮物垂直向下流过反应器(1)，根据所需的操作温度和停留时间等条件，反应器(1)的横截面积可以逐渐变化。高温悬浮物含有产生的蒸汽、稀释气体和移动的催化剂。悬浮物流过反应器的速度相应于接近活塞流的流动条件的速度。下流式特别有利，其使催化剂相对于载气的相对滑动显著减少。烃原料在反应区(1)的停留时间大约为0.1～10秒，最好0.2～4秒。为了进一步增加催化剂的滞流，以减少总的反应体积，反应器(1)的内部可以装有档板或装填料(图中未表示)，如拉西环、鞍形填料、英特洛克斯填料等。
然后，烃蒸汽/催化剂悬浮物在一个或多个园锥体或棱柱体或等效形状的渐缩系统(12)中加速，园锥体的半顶角为5～30°，最好为7～15°，由此悬浮物进入分离器13(或几个并联的分离器)，使停留时间少于1秒，用一个旋风分离器(或几个并联的旋风分离器)，采用直接通过，而没有所谓单流式的反向的螺旋，能较好地达到快速分离的目的。图3详细地表示出这些可能的实施例，其中，单流式的旋风分离器是水平排列。在这一段，在很短的时间内(小于1秒)比较粗略的第一次分离(不过效率高于50%)。该流出物通过单流式旋风分离器，没有产生反向螺旋，流出物流出，并联或串联的进入一段或多段第二分离区，其是通过一般的所谓反向流动旋风分离器(其为已知技术)，使催化剂完全分离。流出物仍与第一快速分离段(13)来的流出物一道移动。反应流出物从管线(16)(二根)排出。催化剂通过第一分离器(15)和第二分离器(16)向下延伸的管排放到反应器里面，在此汽提与固体粉沫一起移动的烃类，一般用蒸汽汽提。这种结构的装置使反应器(1)能够全部在外部安装，且反应部分维修方便。
反应器(17)的下部一般直径较上部小，下部有汽提区(18)，在汽提区的底部引入汽提气，如蒸汽、惰性气体(CO，CO2，……)、燃烧气或燃料气。通常为第一和第二分离系统(19)用于反应器的上部，以从催化剂颗粒中分离出汽提的烃产物和汽提气。汽提气和汽提的烃类通过出口管线(图上来表示)流出分离器(19)。根据另一可能的实施例，当汽提反应器(17)的上部太小，以致不能包含有一个附加的分离系统(19)时，汽提流出物可以在单独的分离器列(14)，串联或并联的，直接用从这个反应器流出的流出物处理，第一分离器(13)和上述分离器列(14)之间的直接的连接装置可任意省略。这种汽提操作，是一般的技术，在此不需进一步介绍。
汽提之后，催化剂被积炭复盖，其在至少450℃，从汽提反应器(17)的底部，通过装有阀(21)的排料管(20)放出，装阀(21)是为了控制固体颗粒的流速。几乎被固体颗粒填满的排料管(20)要足够高，以便形成的固体堵塞物起连接的作用，并且使反应段和其后的再生段的各自的压力平衡。
汽提之后，仍由焦炭沉积物复盖着的催化剂借助于送料气从卸料腿(20)输送到第一再生段(22)的底部，到基本上重直的提升器(23)的底部。通过阀门(39)可以进行清洗。这里的送料气(管线23a)可由予热的空气、过热蒸汽和热的氧气附加物组成，温度为150到300℃，压力约2-3巴。引入上述提升器的送料气的量应足以与催化剂形成-固/气悬浮物，其密度应使得催化剂不得不沿管道(23)向上流动，由此排放到第一再生段(22)的下部。
催化剂的第一再生段由一个密集流代床(25)组成，其是已知的技术，这里不须就细节多作描述。
催化剂再生所需的富氧气体由管道(23)和/或与气体分布器(栅极或多孔的管壁27a)(孔27)相连的管道(26)引入流化床的底部。
一个初级和辅助的(28)旋风分离系统装在反应器(22)扩张的上部(31)以分离来自富含CO的燃烧气并由其输送的催化剂颗粒。富含Co的再生气从反应器(22)通过管道(29)排出，管道(29)上装有一个阀门(30)来控制压力。
在反应器(22)中进行的第一个再生步骤在低于750℃的较温和的温度和氧的浓度较低的条件下完成，这样选择是为了使在催化剂上形成的焦炭沉积物所含的氢至少有50%(最好基本上100%)得到燃烧并燃烧一部分碳(用碳的重量表示为10～60%)。操作条件和氧的浓度足以将密集流化床(25)的温度维持在约500～750℃之内。使用这种比较温和的再生条件是为了避免氢气燃烧出现蒸汽，因为它会大大降低催化剂的活性。这样，位于较低温度下的第一再生段便产生了Co含量很高的燃烧气体。这就避免了Co在密集流代床(25)的排放区和在旋风分离器(28)中的后续燃烧。在卸料管路(29)的下流配有一台Co的加热器(未表示)，以便在Co转化成CO2时产生增压蒸汽。在上述Co燃烧步骤之前，也可配备一个粉末回收装置，其为已知技术。
因而，第一再生段可在这样的温度、压力和降低的O2浓度下进行，以便使一定比例的低氢含量的焦炭留在催化剂上，然后在高温的第二再生段最终燃烧。建议将在低于750℃的较低温度下的第一再生段中碳的燃烧减少到氢大部分燃烧正好需要的数量。
其残余焦炭实际上没有氢或仅含少量氢的部分再生的催化剂，通过与一个外部弯曲的下行延伸腿(34)相连接的排料管(33)从密集式流化床(25)排出，该延伸腿(34)配有一个阀门(35)以控制固体的流动。保持密集的粉末状固体流通过的这个下行延伸腿结束在一个上升的竖管内(36)，送料气以恰当的流量进入此竖管底部，其量以使得管路(36)和(34)中的密度差能够引起固体物料沿管(36)向上流动为宜。此送料气为一含氧的非可燃气体，通常为空气。它最好必须完全没有蒸汽。
当流化床被含氧的送料气体推动时，催化剂进入分离反应器(37)，其最好应配有耐高温衬里，在这里，在高温下、即在高于650℃和基本上没有蒸汽存在的情况下进行第二阶段的分离再生。氧气的量应足以通过焦炭燃烧来保持再生反应在高温下进行，同时使CO基本上完全燃烧生成CO2。对于通过全部剩余碳的燃烧而进行的高温再生并不限定温度，它可以达到1000℃。这样，第二再生段的温度就容易达到几乎将催化剂颗粒上所有沉积的剩余炭除去所需要的温度，以致于减少催化剂上的焦炭含量，使之与催化剂的重量相比小于0.04%。在高温下的第二分离再生阶段在上升的垂直管式反应器(37)中完成。所使用的催化剂通过这个快速再生器作为空气这样的再生气中的悬浮物，以0.5到10m/s-最好1到5m/s的表面速度送入。再生器的高度/直径比必须在3～90的范围内，最好10～25。该快速再生器在底部配有喷入再生气的喷咀(未表示)，在整个高度上还配有喷入二次再生气-通常为干空气-用的喷咀。
相对于再生器的总的体积和容量，由于省去了通常用于风箱、分布器、排放区和旋风下行延伸腿等所需要的体积。本发明有显著的较大可用容积。由于高的通道流速和/或反应器(37)的高度/直径比的结果，还提高了再生气和催化剂之间的接触效率，改善了分布并减少了沟流和返混现象。
而且，变得更加类似于活塞式的流动避免了大颗粒的分离和局部出现未完全再生的颗粒。这使得在第二再生阶段的后续燃烧的控制更加容易，不再需要象传统的流程那样使用蒸汽或水的冷却装置，从而不再损失催化剂和降低它们的活性，以及使耐火材料和外壳受到严重损伤。
悬浮在燃烧气体中的再生过的催化剂，通过位于略低于竖直反应器(37)的顶部的管(38)由侧面排放出来，以便使所述流动方向变化90°的区域的磨损降低到最小值。悬浮物在管(38)中被加速并在由一个或几个并联的旋风分离器组成的第一分离段被分离，在旋风分离器内再生气与已经在高温下再生过的催化剂分开。压缩气体然后通到高效的第二分离段(6)，它有一个或几个旋风分离器，可串联或并联，方法为已知技术。
旋风分离器(5)和(6)可以安装在用于第二再生段的反应器(37)之外，以避免高温冶金学的困难。CO2含量很高的燃烧气，通过维持本装置压力的各个阀门从旋风分离器(5)和(6)排出，然后可在一个加热器中(未标出)用来产生过程蒸汽。
催化剂颗粒从高温和低碳含量的第二再生段排出，其碳含量最好低于0.04%(按催化剂的重量计)。温度高于进料的假临界温度的再生过的催化剂通过分离系列(5)和(6)的下行延伸腿(3)和(4)加入混合-接触器(11)。内部借助于流量控制阀(7)和(8)保持粉末固体密集流动的支腿(3)和(4)具有足够的高度，以保证装置的压力平衡。
在接触-混合器(11)中，热的再生过的催化剂由通风气的喷入(图1中未标出)保持在流化状态，这种通风气为少于4个碳原子的烃类，或其它可用气体，如惰性气体等。温度高于进料的假临界温度的热的再生过的催化剂通过可与烃物料直接接触的排料管(10)排出。汽提区(18)的下部装有一个催化剂取出管(39);与传统的装置相一致，补充的新鲜催化剂通过管线(40)在第一再生段(25)的加料面加入。
图2更加详细地表示了位于下行延伸式竖直反应器(101)顶部的用于喷射和分散烃进料的装置在本发明中的具体设备。如已描述的那样，在高温下再生过、由形成提升式垂直输送线路的第二再生段(132)流入的催化剂通过一(或并联几个)系列分离装置的下行延伸支腿(103)和(104)达到反应器(101)的顶部、这里的分离装置由外部的旋风分离器(105)和(106)组成，并配备有阀门(107)和(108)来控制固体流量。热的再生过的催化剂被收集在一贮料器中(位于水管壁113a之上)，在此形成一个由至少通过一个分布器(113)喷入通风气体而保持密集流化状态的催化剂床层。这个分布器(113)由例如一个栅板或一组喷水管组成，其为传统方式。通过上述分布器(113)喷入的通风气由惰性气体或来自例如本装置下游的馏分系列馏出的轻烃(燃料油)或其它任何使于流化的混合物或气相介质组成。根据本发明的一种可选择的蒸汽喷入可在高温再生过的催化剂的水热稳定性允许的限度内进行。这种热的催化剂和流化气通过若干料管(110)向下流出。
予热上流(在一未标出的体系中)并可加进一定量分散蒸汽的液体烃物料层由一分成若干通向卸料管(110)内的进料管(109)的进料滑台(102)加入。在这些进料管(109)的尾端装有若干喷咀(114)，其类型一般。烃物料在多喷咀喷射系统中与适当补充的分散蒸汽一起尽可能细地喷入，其液滴大小小于再生的催化剂的平均颗粒，也就是说，通常小于100微米，最好小于90或甚至小于50微米。经液滴从喷咀(114)以10到100m/S的速度喷射并在该处开始汽化。
在每个卸料管(110)的上部(A区)形成一个中心圆锥体射流，它分散由高温再生的催化剂环流的环浇的料滴，催化剂由流化气沿每个卸料管壁输送。在每个卸料管(110)的上部(A区)，同时形成两个几乎平行的流动，分别为液滴和高温再生过的催化剂同轴流动。两个料流的接触相对限于上述的A区，而且催化剂颗粒和液滴之间的传热基本上以辐射方式进行，两段高温再生的优点就在于使上述A区可快速传热。主要的一部分汽化在喷咀(114)出口处立即完成。用这种特殊的加热方式使液滴和在高温下流动的固体(催化剂颗粒)一起喷出，原料液滴的温度迅速上升，这样就有利于裂解反应而不利于焦代反应。重要的是使液滴尽可能小，以便使得热交换过程不受从液滴外部到内部热扩散的限制。虽然热交换主要由上述A区的辐射完成，但也不排除其它的换热方式，即通过导热和/或对流进行传热。
然而，如此所述，在此喷射装置中辐射换热占主导地位，至少在如上定义的区域1是这样。这可能使得由热的催化剂颗粒间的直接接触所引起的堆集现象大大减少。这种堆集可起固体载热体和未汽化液料滴的作用。
在每个卸料管(110)的下部(B区)，原料和催化剂这两股料流在分散和部分汽化的影响下密切混合，实际上以前在A区烃的液滴已基本汽化。在B区所希望的催化剂和烃原料之间的接触和密切混合，比以前A区液滴的基本汽化所产生的影响更加有效。在每个卸料管(110)的B区，由于液滴与高温再生过的催化剂之间的密切混合和接触，而完成液滴的汽化。为实现上述B区的快速传热，这样的混合和密切接触是必需的。另一方面，向下流动可以避免催化剂的返混，有利于催化剂在喷咀周围的更新，可以避免，可以避免悬浮物在喷咀喷射处及其附近形成密集相，如象在一般用F.C.C.的进料系统的上行反应器中所发生的那样。通过用这种结构和由于向下流动的结果将喷咀喷射处的返混减少到最小值，催化剂上焦炭的形成以及结块现象和碳堆积也大大减少。这种结块现象和碳的堆积在一般用于F.C.C.的上行反应器的所有进料系统中是非常有害的但又是无法避免的。
在区域A和B中，高温再生过的催化剂与细分的液滴间的热传递可以极其迅速地实现。卸料管的长度应使原料/催化剂的接触时间不超过0.5秒为宜，最好短于0.1秒。在此便利的混合装置中的极快速热传递，在液滴的表面上引起了一个初始热冲击，这使得原料的轻组分完全汽化和所含的重馏分及沥青质结构体热裂解。这样一个初始的热冲击是需要的，对于处理含有相当数量重馏分和/或沥青质结构体的原料是有利的。进而看到，这种轻组分的裂解是好的，其不利于结炭反应。本发明具有下流式多喷咀快速混合-接触器不仅由于产生初始热冲击而适用于处理重原料，而且可以大大减少返混现象。
在下行延伸管(110)的出口，烃蒸汽/催化剂悬浮物垂直向下流过反应器(101)，该反应器的横截面可以逐渐变化，以获得所需温度和停留时间等操作条件，并使流动状态接近于活塞流。
图3表示一个催化剂与反应流体的分离装置。悬浮的烃蒸汽/催化剂在一个半顶角为5到30°、最好为7到15°的逐缩体(212)中被加速，然后进入一个初级分离器(213)。在图3中，初级分离装置仅仅包括一个带有直通道(213)的旋风分离器，旋风器为单流式并具有切线出口，在这里为水平安装。本发明其它可能的选用设备可包括一系列上述旋风分离器，并列地水平或垂直安装。在这类带直通道的单流旋风分离器中，蒸汽环绕圆桶形同轴中心线(211)作螺旋式流动，所说的流出物通过入口(210)切线进入并具有螺旋线不反向所产生的特性，这与传统的反流旋风分离器不同。气流通过入口(210)的速度必须控制在10到40m/S的范围内，以便在所产生的离心力作用下产生真的螺旋线流动，并可使催化剂颗粒在外壳的作用下变平。与固体颗粒分开的气流通过贯穿内外壳(213)的同轴中心管(209)排出。固体往下通过大体垂直的底管(215)排出。这类旋风分离器的停留时间可能相对较短，仅仅不到一秒，适于初级粗分离，尽管如此，效率则高于50%，可以达到90%。为了提高上述初级分离的效率，必须向通过底管(215)向下流动的固体颗粒供给一定量的气流，此量可以达到该气流总流量的10%。在这类接有直通道的旋风分离器中没有倒向的螺旋流动，不仅可以提供停留时间短于1秒的快速分离，而且由于螺旋线没有倒向而将返混现象降至最低值。这种快速的初级分离有可能减少可对裂化反应的选择性产生不良影响的过度裂化。另一方面，用于初级分离(213)的该旋风分离器可以仅仅部分地贯穿汽提区内部(217);采取这种安排有利于反应器(201)的完整的外部定位，具有容易维修反应区的优点。
出口(209)可以开在汽提反应器或区域(217)内，但最好通过管(224)直接连在第二分离系统(214)的入口处。第二分离系统由一至几个分离段组成，各段均为若干串联或并联的一般的反向流动旋风分离器，这就提供了非常彻底的催化剂分离，催化剂还可由气流再次输送到第一快速分离段的出口(209)。这里，出口(209)直接通过管线(224)-最好是基本上水平地-与第二级分离系列(214)的入口部件相连接。在汽提反应器的上部一般装有一至几个分离和汽提流出物的装置(219)它们各有一至几个由已知的一般反向流动旋风分离器组成的分离级，各级为并列和/或串联连接。
这里分离装置(214)的出口(208)仅从反应区(201)排出物料流，而分离装置(219)的出口则只从汽提区(217)排出物料流。这些气体物料出口(207)和(208)配备有调节阀门(237)和(238)来联合控制反应器平面或汽提区(217)的压力平衡。
汽提反应器(217)在上部通常逐渐张开，在它的下部(218)配有档板(220)以提高汽提操作的效率。一种诸如蒸汽、惰性气体(CO，CO2，N…)燃烧气体或燃烧气之类的汽提气在汽提区的底部通过一个合适的分布器(221)(格栅或喷管)喷入。
汽提过的催化剂通过下面的排料管(239)从反应器(217)中逆流排出。
勘误表
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权利要求
1.--一个(a)用于在烃原料在反应区(1)和催化剂料流向下并流的流化床里催化裂解和(b)用于在两个再生区(22)和(37)再生催化剂的工艺过程，该过程由(见图1和图2)液体物料在反应区(1)的上部通过至少一根分为若干基本上垂直的支管(9)的管子(2)的喷入等步骤组成，支管的下端装有滴状料液的喷射用具(图2中114)，--温度范围为600到950℃的催化剂颗粒进入反应区(1)上部的贮料器，如此后将说明的那样，催化剂从再生区(37)通过至少一根导管(3)或(4)，以便在上述贮料器中形成一催化剂流动床层，--为使床层的催化剂颗粒向下通过一系列基本上垂直的排料管管(10)流动，而使一种气体通过上述的催化剂床尽向上循环流动因此将催化剂颗粒送入反应区本身，用于料液喷射的每个垂直管(9)都有与催化剂排料管(10)相同的轴线，每个料液喷射用具都位于排料管上端附近，以在上述的料管(10)中得到一股原料流和一股催化剂颗粒料流并完全汽化料液并与催化剂颗粒密切混合，--在上述的温度为450～700℃的反应区内部维持原料和催化剂之间的接触，物料的停留时间为0.1到10秒，最好为0.2到4秒，--增加在反应区下部(12)的催化剂和反应物料的流速，所说的下部由至少一个形状象截头圆锥或截头棱柱或任何其它相应形状的漏斗组成，尖端朝下和半顶角为5到30°，最好为7到15°，--在至少一个第一分离区(13)中将反应料流的催化剂颗粒分离出50%到90%，停留时间小于一秒，气流在上述分离区入口处的速度为每秒10到40米，以使在没有流动倒向的情况下产生蒸汽的螺旋式流动，剩余的催化剂颗粒的主要部分由气流所裹携并在至少一个其它的倒向流动类型的分离器(14)中从反应物料中分离出来，例如通过在上述的分离区喷射气体而使螺旋流倒向的分离器，--除去催化剂颗粒中由汽提气推动的大部分烃料流，--借助于一股温度为150～300℃的气流将催化剂颗粒(在该阶段，温度至少450℃)向上通过一根导管(23)送到一个第一再生区(22)，-在流化床内，在温度T1完成催化剂的第一再生步骤，温度T1的范围从500到750℃，有氧气或含有分子氧的气体存在，以便使催化剂中存在的氢至少90%，最好全部燃烧，并使催化剂上以碳化物形式存在的碳的10～60%(W)主要氧化成CO，--从第一催化剂再生区除去大部分气体，--从所说的第一再生区排出部分地再生过的催化剂，用以氧气或含分子氧的气体为基体的载气-基本上没有蒸汽-将其向上通过管路(36)送到第二再生区的下部，该区的形状为基本垂直的长管(37)，L/φ(L为管长，φ为管的直径)的比率范围从3到90，催化剂在第二再生区用含分子氧的气体-基本上没有水-处理，温度T2为650到1000℃，T2高于T1，为了在产生CO2含量很高的气体之后使催化剂含有不多于0.04%(W)的焦炭，而借助于所说的载气，经过所说的第二再生区(37)，将催化剂向上送过再生区(37)，和--从第二再生区(37)排出气体-催化剂混合物，从气体中分离出催化剂颗粒并将在本阶段温度为600到950℃的再生过的催化剂通过至少一根导管(3)或(4)送到催化裂化反应区(1)。
2.-按照权力要求1的工艺过程，其特征为物料在进入反应区(1)之前在从350到450℃的温度下予热。
3.-按照权力要求1或2的工艺过程，其特征为催化剂至少有一个沸石基体。
4.-按照权力要求1到3中之一的工艺过程，其特征为在第二再生区使用的再生气为干空气。
5.-按照权力要求1完成催化裂化和催化剂再生过程的装置，它包括(见图1和图2)-一个基本上垂直伸长的反应器(1)，-至少一个在反应器上部容纳液体进料的管子(2)，所说的管子细分为一系列各自在下端配有用于喷射所说的进料的喷咀(图2中114)的基本上垂直的支管(9)，-至少两个用来将催化剂颗粒引入在反应器(1)上部的水平壁(113a)之上形成的容器或贮料器的导管(3)和(4)，-至少一个位于水平壁(图2中113a)附近的气体分布器(图2中113)，-一系列与所说的容器和反应器本身相连接的催化剂颗粒排料管(10)，所说的排料管如此装配，以使得每个进料管(9)与排料管(10)有相同的轴线，以便使每个进料喷咀位于排料管(10)的上端附近，所有喷咀(9)和排料管(10)就形成了原料与催化剂的接能和混合区，-一个由至少一个形状象截头圆锥或截头棱锥或有其它相应形状的漏斗组成的反应器底部，漏斗尖顶朝下和半顶角为5到30°，最好从7到15°，-至少一个初级分离区(13)，配有一至几个带有直通道的旋风分离器，这里没有螺旋线的倒向，催化剂颗粒从反应产物分离并从上述初级分离区经过至少一根导管(15)排出，-至少一个二级分离区(14)，反应流体在此与由所说的流体携带的大部分剩余的催化剂颗粒相分离，催化剂颗粒由所说的二级分离区经过至少一根导管(16)排出，反应流体也通过至少一根导管(16a)排出，-一个反应器或借助以通过至少一根管子(图3中221)送入的气体汽提催化剂颗粒的反应区(17)，所说的区域(17)通过(16)和(15)这类导管供给催化剂，-一根从区域(17)排出催化剂颗粒的导管(20)，-一根基本上垂直的用来提升由导管(20)供给的催化剂颗粒的管子(23)，利用由管子(23-a)进入的提升气，可将催化剂颗粒输送到第一再生反应器(22)内，-一个包含一块格栅或任意其它用来支撑催化剂床层的设备(27a)，一根氧气或含分子氧的气体的进气管(26)和一个至少由一个用来从催化剂颗粒中分离气体的旋风分离器组成的装置(28)的第一再生反应器(22)，-一根排出气体的导管(29)和一根从区域(22)排出催化剂的导管(33)，-一根与所说的管子(33)相连接的使催化剂向下流动的导管(34)，-一根催化剂的垂直上升管(36)，由通过管(36-a)引入的载气或上升气来供料，-一根用于催化剂再生的基本上垂直的管式反应器(37)，其L/φ(L为管式反应器长度，φ为它的直径)比率的范围为3到90，此反应器装有至少一个用来喷射再生气的喷咀，-一根用于排出气体-催化剂混合物的管子(38)，-从气体中分离催化剂的装置(5)和(6)，由至少两个旋风分离器组成，从这些分离器中排出的催化剂通过导管(3)和(4)送到反应器(1)。
6.-按照权力要求5的装置，其特征为沿再生反应器(37)在不同的平面上分布有若干再生气体喷射点。
7.-按照权力要求5或6的装置，其特征为分布器(图2中的113)由一块格栅或联合装配的喷气管组成。
8.-按照权力要求5至7中之一的装置，其特征为催化剂颗粒初级分离区(13)至少包含一个水平放置的旋风分离器和二级分离区(14)包含若干并联或串联排列的分离段，各级均由所谓的倒向流动旋风分离器组成。
9.-按照权力要求8的装置，其特征为用于汽提从反应器(1)(或图3中201)的反应流体中分离出来的催化剂颗粒的图1的反应器(17)或图(3)的反应器(217)另外还在下部扩张并在上部含有一个催化剂颗粒分离的辅助分离区(图1中14)，该区(图1中14)由一系列至少两级的、水平放置的旋风分离器(213)组成，这些旋风分离器开口于反应器(217)内部，出口通过管(224)与所谓的辅助分离系统(214)(图1中14)的入口处相连，分离系统(214的出口(208)排出来自反应器(201)的气相流体，而且反应器(217)在其上端包含有一个出口(207)排出来自汽提气的流体和从催化剂颗粒除去的气体的分离系统(219)，整个反应器(217)的压力平衡通过阀门(237和(238)来进行调节。
专利摘要
本发明涉及烃原料的流化床催化裂化和催化剂 的再生工艺。热的催化剂颗粒在裂化区(1)的上部与 喷散的要加工的液体原料接触，由此使(a)原料在管 线10中汽化，(b)原料和催化剂颗粒紧密的混合。然 后催化剂颗粒从裂化反应器(1)的下部排出，与反应 流出物分离，在反应器(17)中汽提，并依次分别在区 域(22)和(37)进行两段再生，区域(37)是一个管式 反应器，催化剂颗粒在管式反应器由载气向上推进。
文档编号C10G11/00GK85104806SQ85104806
公开日1987年1月7日 申请日期1985年6月24日
发明者高提尔, 布松 申请人:法国石油公司导出引文BiBTeX, EndNote, RefMan