专利名称:改进型烃转化方法
本发明涉及一种将重质烃油转化为较轻馏分的方法和系统，包括将含有高浓度焦炭前体和重金属的重质烃转化为汽油和其它液态烃的方法。本发明的目的在于最佳体现烃的流化催化裂化，以获得沸点在发动机燃料沸点范围内的产物。
随着高活性沸石型催化剂的出现，流化催化裂化方法已走向大概一致的做法，即使烃气与粉状催化剂在工业上称作提升管的长的管式反应段内并流上行。虽然反应时间短促(一般为10秒左右或者不到10秒)，仍有焦炭沉积在催化剂上，这样不仅在催化剂再用时会使产品的产率分布变得不符合要求，而且使催化剂的活性降低。因此，一般都遵循这样的做法，即将催化剂从提升管流出物中分离出来，然后通过再生器返回过程。再生器可用来达到双重目的，即烧掉焦炭污染物和加热催化剂。以便于投入反应周期循环使用。
按照现有技术，从裂化烃分离出催化剂，是在一个包括有汽提段的所谓分离室中进行的。分离室是一个封闭的容器。它或者是环绕提升管下游末端部分形成的一个庞大的罩盖，或者是放置在提升管的外面，并与其同轴。对于后面这一种型式的布置，催化剂和已被转化的烃物流，是通过一个侧向开口或孔，直接由提升管排入分离室，但是对于上述罩盖型的布置，而通常最好是使由该侧向开口或孔来的提升管流出物首先通过一个单级旋风分离器再进入分离室。在上述两种操作方式中由于分离室中表观空间速度的显著降低而使相当一部分夹带在提升管流出物中的催化剂降落下来，并聚集在分离室底部。气流与汽提蒸气一起经过设置在分离室内的旋风分离器，从分离室上部出来，进入分馏塔。该旋风分离器的作用主要是收集所有夹带的催化剂。
鉴于目前新型沸石裂化催化剂的粒度大约为5-100微米，其中大部分为40-80微米左右，用上述现有技术进行分离是非常有效的。尽管这样，由于其累计通过量是很大的，夹带在裂化烃流中较小量的催化剂仍成为一个问题。在某些情况下，主要的问题是裂化烃流遗留下来的夹带催化剂在分馏塔中回收后，必须以油浆的形式循环到分馏塔，因而减少了裂化装置所能加工的原料量。这样，就无法获得裂化装置的最佳加工效率。
而且，在现有技术中还总需要使催化剂与反应产物迅速分离，从而尽减少不希望的反应发生，因为这种反应会使整个过程的总效率较低。
本技术领域：
的专业人员都能很好地理解，再生器是流化床催化裂化装置必要的组成部分，因为待生催化剂要在再生器中恢复其活性。待生催化剂的再生一般是在其与反应产物分离之后进行。待生催化剂从反应段分离出来以后，在汽提段与汽提介质(一般为蒸汽)接触，以便从催化剂中除去汽化了的和夹带的和(或)吸着的烃。经过汽提的催化剂，由汽提段出来，并进入再生段。在再生段中，用含氧气体(通常为空气)烧掉沉积在催化剂上的焦炭，使待生催化剂再生。然后，使所得的热再生催化剂循环回到反应段，又与烃原料接触。汽提效率影响再生器中放出的热量。实际上，工业装置的汽提器并不是非常有效的，从汽提器放出的催化剂仍含残余的烃。再生器的温度随着汽提效率的降低而提高。
循环再生催化剂与烃原料之比(通常称作催化剂与油之比C/O)影响典型FCC(流化催化裂化)装置的选择性。这种影响对于重油FCC装置尤为明显。C/O越大，选择性越好，接触时间可以越短。当采用沸石裂化催化剂时，接触时间短的结果是氢转移低。氢转移低的另一结果是在一定的转化率下汽油的辛烷值提高，用作烷基化原料的烯烃增加，馏分油生产用轻循环油(LCO)的氢含量提高。在工业FCC装置中，催化剂循环率(CCR)和催化剂与油比值C/O不是可任意改变的变量。对于工业装置，操作采用的C/O是根据热平衡来确定的。一般情况下，唯一独立可调变量是裂化温度(特别是提升管反应器出口温度)和原料的预热温度。
选择汽化装置与FCC装置相似。但是，用作裂化催化剂的流化固体接触物质基本上是惰性的。选择汽化是在一个称作接触器的提升管中进行，碳沉积物的燃烧是在燃烧器中进行。例如见美国专利第4，263，128号(Bar tholic)。将比专利引在这里作参考。该工艺在工业上称作ART过程。
焦炭差(△Coke)这一术语是指待生催化剂的焦炭重量百分数减去再生催化剂的焦炭重量百分数所得之差值。换言之，△Coke是待生催化剂上的焦炭重量减去再生催化剂上的焦炭重量再除以催化剂循环率(CCR)所得之值△coke与C/O的关系可用下式表示C/O＝ (生成的焦炭)/(△coke)本发明的新过程提供了在高C/O比下操作平衡式FCC装置或者选择性汽化装置的方法。这些方法可单独使用，也可联合使用。
按照本发明的一个方面，FCC装置、重油FCC装置或选择汽化过程的CCR都是直接冷却热的循环的流化固体接触物质而进行控制(提高)的。烃原料最好是与提升气体和(或)蒸汽一起直接加到升气管的底部，如果需要的话也可在该气体状混合物与冷却的流化固体接触物质接触处的上游与热再生流化固体接触物质接触，以便可以使按热平衡操作的无冷却设备的再生器/燃烧器系统提高C/O。这种操作方法会降低FCC装置的热反应和增强所需要的催化反应。当FCC装置或选择汽化装置所加工的原料含有沥青质、碱性氮和金属时，这种操作方法也是有利的。按照这个方法，是用最少量的热再生物质预热原料以除去前面提到的杂质，和紧接着将冷却的固体接触物质送入热的固体接触物质入口的下游，因为接触物质上的活性中心没有为沥青质(焦炭)沉积物所覆盖，也没有被碱性氮所中和，所以能保持高的选择性。而且，对活性特别有害的新沉积金属在与热的再生接触物质接触时也早已除掉。
另一方面，本发明包括一个用来控制FCC装置、重油FCC装置或选择汽化过程的系统，以提高C/O比和过热反应器/接触器用的蒸气，其方法是将热再生物质与待生接触物质合并，直接进入待生接触物质汽提器，或采用下文所述的设备。其方法是将再生物质与反应器/接触器产物在预分离器出口与高效旋风分离器的入口之间合并，然后通过高效旋风分离器的料腿使热再生物质回入汽提器。这样能降低循环物质上的coke，而△coke的降低又会使再生器的温度降低，从而使C/O比提高。其结果是由于在汽提器中待生物质上的烃进一步汽化，因而使待生物质上的碳减少。还有一个有利的副效应是在汽提器中和高效旋风分离器入口的烃蒸气都加热到远比一般情况高的温度。由于这些蒸气可能处于其露点，任何冷却通常都会使重质尾部馏分冷凝，从而使得在容器、旋风分离器和蒸汽管线内，生成不希望有的焦炭。再加热这些蒸汽，就能减少因缩合反应而生成的焦炭。
本发明的再一个方面是通过利用一种提升气体提升再生催化剂，提高采用沸石裂化催化剂的FCC装置或重油FCC装置的C/O比，以控制接触时间。所述的提升气体是在再生催化剂与在提升管下游进入的原料接触之前在提升管中能裂化的。所用的提升气体在加入原料之前在催化剂的酸性中心生成焦炭。其结果是催化剂的酸性中心被当热催化剂与提升气体接触时生成的碳所钝化。最好的提升气体或者是来自主塔塔顶受器的湿气或者是浓缩装置中回收C3和C4馏分后的任何气体。沸石的活性中心是不会钝化的，可用于裂化瓦斯油原料。焦炭被减少，产率结构得到改进。其结果是，不仅提高了C/O比，而且使辛烷值和烯烃的产量增加。
本发明新过程的一个最佳体现是对反应器(接触器)和再生器(燃烧器)采用新的控制方法，以完全控制循环的固体物质。首先，当循环物质与燃烧产物(再生器/燃烧器)或烃蒸气(反应器/接触器)接触时它处于稀相。在循环物质与蒸气或燃烧产物分离之后循环物质回到另一个容器中。一般采用的大多数其它技术，都有一个与燃烧产物或烃蒸气接触的密相床层，并利用旋风分离器使循环物质回到其原来从那里出来的同一容器。该容器总含有循环物质的密相床层。在本发明的新过程中，稀相系统直接与一预分离器相连，然后与几个高效旋风分离器(如多管旋风分离器)相连，使循环物质总是排入另一容器，与蒸气分开。这种循环物质在次级容器中形成密相床层，次级容器即不是反应器/接触器也不是再生器。这个新过程的特点是它是一个完全平衡的系统，其中反应器/接触器和再生器/燃烧器的分离效率是相同的，从而使这两个系统持有相同的粒度范围。在本过程中，所有进入反应器/接触器和再生器/燃烧器的接触物质都保持处于稀相，并都通过预分离器，即反应器/接触器内或再生器/燃烧器内都没有密相流化床层。新过程对烃原料的组成，全部产品的分布及加工能力，提供了灵活性。此外，新过程还能保留更多的细粒，使颗粒的平均粒度较小，表面积较大，保持较高的活性和较好的流化性能。
从下面详述的用于烃催化裂化过程的最佳体现可以明显地看到本发明的方法的另一些特点和优点。
附图是适合于实施本发明过程的最好的设备形式。
从表示本发明催化裂化系统的最佳体现的附图可看到，该系统包含一个主要是在稀相操作的快速流化型系统，所有物质都是从再生器(B)的底部输送到顶部。本系统与一般系统的区别在于(1)能完全控制所有流入系统的催化剂;(2)所有流入系统的催化剂都是由空气输送，最后由燃烧产物输送，经再生器进入旋风分离器(E)和(F)这样不仅控制了空气和燃烧产物的总流量，而且也控制了进入旋风分离器系统(E)和(F)的催化剂量。控制催化剂控制是使进入旋风分离器系统(E)和(F)的催化剂量(磅/立方英尺)能得到控制，从而使旋风分离器进料得到控制，使系统不致过载。例如，从鼓风机来的空气经过管线(A)进入装有要再生的催化剂的再生器(B)底部，控制流量使其保持稀相。催化剂如蒸气在预分离器(E)中迅速分离，效率在80%以上，然后催化剂物质通过预分离器(E)的底部经管线(R)进入再生器缓冲斗(C)。蒸气物质自(E)出来，进入多管旋风分离器(F)，本该处烟气通过管线(G)排除，催化剂再通过管线(R)进入再生器缓冲斗(C)。再生器系统的作用显然是烧掉待生催化剂上所有的碳。因此该系统设计成具有一定的温度、压力和流量，以便能在所要求的时间内烧掉碳。经烟道气管线(G)排出的再生器的燃烧产物主要为氮、CO2(含少量CO，一般低于500ppm)、SOx(取决于原料的硫含量)、燃烧空气中所含的水汽和燃烧反应所产生的水汽。还有少量的NOx，它与再生器(B)的操作温度有着密切的关系。焦炭中的大部分氮(来自原料中所含的氮)，以氨或氮的形式放出。本系统也可通过限制进入再生器的空气量而使碳留在再生催化剂上。这样操作的结果是，使烟气中CO含量提高。CO的量取决于再生器温度、再生物质上的碳量和燃烧时的供氧量。
由于待生催化剂的温度较低(800°-1100°F)要在一般采用的时间(3-15秒)内，在再生器中的稀相烧去待生催化剂上的碳是困难的。因此用了一个热再循环阀(10)，使从再生器缓冲斗(C)引出的热物质循环回到再生器(B)的底部。这条管线的目的是控制再生器(B)内的温度，使待生催化剂上的碳或焦炭能在稀相输送提升管再生器所允许的时间内烧掉。一般，通过阀(0)的循环率与通过待生滑阀(JJ)的循环率之比，至少为1∶1，在很多情况下为2∶1或大于比数，以使该系统中的温度能提到足以使燃烧进行得完全，生成CO，并烧掉催化剂上所有的碳。此图还示出本发明的新方法推荐的(虽然不是必不可少的)一个具体实施，即采用催化剂冷却器(N)，其流量由滑阀(P)控制，该阀的用处是在再生器温度达到其材质可允许的最大极限时，防止设备严重损坏，或者是在保持催化剂的活性和考虑C/O比的基础上，获得最高的温度。换言之，如果要使再生器在1600°F左右的温度下操作，当该系统内的温度接近该温度时，便开始有物质流过滑阀(P)，使得有更多的物质从再生器缓冲斗(C)流出，通过催化剂冷却器(N)和阀(P)。显然，其作用与阀(0)相反，因为它通过在催化剂冷却器(N)中产生蒸汽而去除热量，并从而使整个再生器系统的温度降低。
可以理解，(P)和(O)两个控制阀都可采用。如果要产生蒸汽以便为炼厂提供能量，使可将阀(P)保持开的状态，以产生定量蒸汽。由于要保持催化剂的活性和保持催化剂与原料油在反应器或接触器(K)内的比例关系或由于所要求的反应动力学，也可使再生器在较低的温度下工作。正如前面所指出，所有催化剂和燃烧用空气都由输送提升管再生器的顶部进入预分离器(E)。预分离器(E)的设计，必须使其最低效率达到能将气体中所含固体除去80%以上，最好是能除去90%以上。除去的固体从分离器(E)排出，通过再生固体管线(R)进入再生器缓冲斗(C)。物质从预分离器(E)返入缓冲斗(C)的位置应低于缓冲斗(C)中的床层的料面，因此使管口浸没在实际的料面之下，以防止气体沿管向上倒流入预分离器(E)，从而使预反应器(E)发生故障。从预分离器(E)出来的烟道气仅带走与其一起进入预分离器(E)的催化剂总量的20%或不到20%的催化剂，出来后进入高效旋风分离器系统进行最后净化。本系统的总净化率大于99.0%最好大于99.99%，由高效旋风分离器出来的基本上已不含催化剂的气体，通过管线(G)，去进行烟道气处理和(或)排入大气。在高效旋风分离器(F)中分离出来的催化剂再返回再生器缓冲斗(C)的正常催化剂料面之下，以便封住料腿。
使再生器缓冲斗(C)流化的方法是，控制来自鼓风机的少量空气，通过空气分配器进入系统，以使容器中物质保持在不小于0.5英尺/秒左右和不大于3.3英尺/秒的速度下。带着一部分催化剂的气体从再生器缓冲斗(C)出来，通过管线(L)返回再生器(B)。管线(L)是缓冲斗的排气管，也是一条均压管线，这是本方法的一个很重要的特征。这条管线保证预防分离器(E)入口的压力与缓冲斗C的压力相等，缓冲斗(C)的压力决不会超过预分离器的压力很多。如果缓冲斗(C)的压力超过预分离器(E)的压力，在预分离器(E)中分离出来的物质就有可能不会沿管(R)向下流入缓冲斗，从而使预分离器(E)不起作用。高效旋风分离器(F)与缓冲斗(C)之间也必须有同样的压差或压力均衡。只要回管(R)中的料面不高到足以使预分离器(E)和高效旋风分离器(F)发生故障的程度，缓冲斗(C)的压力可略高于(E)或(F)。如图所示，排气管(L)是与稀相再生器(B)相连的。但从再生器存料缓冲斗(C)引出的排气管线(L)也可接在(E)与(F)之间，这种选择取决于再生器缓冲斗(C)中的分速度。不管怎样，排气管线(L)的目的是保证预分离器(E)入口压力与缓冲斗(C)的压力相等。
同样的考虑也适用于反应器/接触器(K)。通过反应器接触器(K)由管线(J)引入提升蒸汽，通过滑阀(Q)引入热再生催化剂，通过管线(HH)引入原料，并与前面所述的再生器(B)的情况一样，也使所有产物和催化剂全部进入预分离器(E)，然后进入(F)。与再生器存料缓冲斗(C)和再生器(B)之间要有一采均压管线完全一样，这里也必需有一条均压管线(M)，从催化剂汽提塔(D)返回旋风分离器(E)和(F)。因此，图上管线(M)的作用与管线(L)的作用是相同的。
一般说来，再生器(B)的操作参数是温度1100°-2000°F，对FCC操作来说，低于1400°F;速度必须大于3.5英尺/秒，以保证稀相操作，但必须小于100英尺/秒，一般保持在5-15英尺/秒。再生器的压力一般为5-50磅/平方英寸(表压)，最好为10-30磅/平方英寸(表压)，停留时间(gas time)一般为3-15秒。
反应器系统的设计与图中再生器的设计非常相似，这表现在它也是由两个分离器系统(E)和(F)与一个起缓冲作用的汽提塔(D)，以及一个提升管/接触器(K)组成的。再生催化剂由再生器缓冲斗(C)引出，通过阀(Q)进入提升管接触器(K)。它可与稀剂剂(如提升气体)蒸汽、回炼烃、或水，或通过管线(J)的进料接触。还采用可变动的进料管线(HH)，以控制接触器或反应器中的停留时间。再生催化剂、任何稀释剂、任何再循环的烃和原料，必须在接触器/反应器(K)中接触一段时间，以获得所要求的产品产率，这一点对FCC、重油型FCC、流化焦化器或对ART(选择汽化)过程(如美国专利第4，263，128号所公开的)都是一样。与前面所述的一样，在反应器/接触器(K)中所产生的所有蒸气和所有的催化剂都进入预分离器(E)。与再生炉(B)的情况相似，要控制进入预分离器(E)的催化剂和蒸气，使系统不致过载。分离器(E)和(F)的效率与再生器系统的相同，从蒸气中分离出来的催化剂也是通过密相床层的料面之下的管线(R)回入待生催化剂汽提器(D)中密相床层的料面之下。待生催化剂汽提器(D)用通过汽提塔的蒸汽流化。汽提器(D)的排气管线(M)与连接分离器(E)和(F)的管线相接。由于夹带的物质很少，因此能象生器内的情况一样很容易进入(E)的入口。
然后，待生催化剂在通过阀(JJ)控制料面的情况下离开催化剂汽提器。这时基本上已不含催化剂的蒸气通过管线(H)离开系统，进行分馏和分离。如果采用ART装置，蒸气可在此时进行急冷。如果是流化焦化，FCC或重油FCC，蒸汽则进入分馏系统，可以急冷，也可以不急冷。
以上所述可以看出，附图所示的系统与现有技术的系统之间的一个主要区别，是从再生系统(B)或接触器(K)出来的蒸气都不是与容器(C)或(D)中所含的催化剂密相床层平衡或者接触的。而在此之前，大部分系统都具有这样的缺点，即蒸气是在容器中分离的并总是与密相床层接触。
接触器(K)的条件基本上是速度为10-100英尺/秒，最好使出口处的速度达70英尺/秒左右。时间取决于是否是ART装置;当是ART装置时，时间最好少于1秒，一般少于3秒，如是FCC装置，一般在蒸气时间(Vapor time)为1-5秒下操作。接触器内的温度为800-1000°F。
对预分离器(E)的要求一点也不严格，只要求能迅速将循环的固体与蒸气分离。这类设备已在美国专利第4，285，706号、第4，348，215号和第4，398，932号中公开，全部公开内容引在此作参考。高效旋风分离器(F)是一般的旋风分离器，可以是一个，也可以是多个旋风分离器。最好的分离器(F)是美国专利第4，285，706号所述的那种多管旋风分离器，该专利公开的内容引在此作参考。
图1还示出用于控制FCC装置、重油FCC装置或ART过程以提高C/O比的系统。其方法是用冷却器(V)和滑阀(W)使循环催化剂直接冷却，减少循环物质[催化剂或催化上呈惰性的接触物质(对于ART装置)]上的碳，这又会由于再度加热反应器/接触器汽提器中的物质使再生器的温度降低而使C/O比提高。这是使热再生物质通过滑阀(S)和加热提升管(U)直接进入汽提塔而实现的。提升介质(T)可以是气体或蒸气。这样不仅由于能使汽提器中物质更多的烃汽化而使待生物质上的碳减少，而且还有使Cx/Rx蒸气过热这样的有利的副效应，从而使通过缩合反应生成的焦炭的量减少。由于重油FCC或ART装置中的Cx/Rx蒸气可能处于其露点，任何冷却都会使重质尾部馏分冷凝，从而使容器、旋风分离器和蒸气管线内生成焦炭。而蒸气的过热便能消除这一问题。如图所示，还有另一条管线(U1)也可用于将热再生物质和提升介质(T)注入预分离器(E)的出口而过热Cx/Rx蒸气提高汽提器的温度。
图中所示的另一特点是在再生催化剂与原料(HH)接触前，用提升气体(J)提升再生催化剂。原料系在较高的位置喷入提升管，以控制在接触器或提升管反应器内的时间。该提升气体系在加入原料之前通入，使酸性中心生成焦炭，以减少焦炭的生成和改进产品结构。在传统的催化剂体系中，当催化剂被再生到碳的含量低于0.3时酸性中心的活性明显提高。酸性中心活性的提高使烃原料生成的焦炭增加，和使选择性降低。因此通过在喷入原料之前使催化剂与气体接触，可使酸性中心由于气体生成碳而钝化。沸石的活性中心是具有选择性的，可用于裂化瓦斯油。其结果是使辛烷值和烯烃增加，C/O提高。
图中所示的另一特征，是可以选用这样的方法，即将烃原料与提升气体或蒸汽一起直接加到提升管的底部(J)处，并使其在与冷却的催化剂接触之前与热再生催化剂接触，以便在下进行冷却的热平衡操作中提高C/O比。这种操作方法在用FCC系统加工含有沥青质、碱性氮和金属的原料时是有利的。采用这种方法时，操作者可以先用尽量少的热再生物质预热原料以除去原料中的大部分沥青质、碱性氮和金属，使进入的冷却催化剂刚好在先用的热催化剂的下游，以保持冷却催化剂所具有的高选择性，因为其活性中心没有被沥青质(焦炭)沉积物覆盖，也没有被碱性氮所中和或遭到新金属活性的竞争。
流化固体输送领域的技术人员都易于理解图示的输送系统能降低安装设备的投资，并能在利用现有容器、不进行重大修改的情况下，使现有的FCC装置、重油FCC装置、统化焦化装置或ART装置的能力提高一倍，因为这个系统消除了存在于现有的密相床层型再生器中的表观速度制约。而且这种流化装置的设计思想也适用于目前受表观床层速度限制的其它可流化固体系统。
当然，具体的流化固体(一种或几种)显然取决于所采用的具体过程。
用于裂化的典型固体包括那些具有微孔结构的固体，原料的分子能进入微孔以便在微孔内或微孔附近吸附和(或)与催化活性中心接触。属于这一类的各种催化剂，例如包括一些层状硅酸盐(如绿土)。虽然这类催化剂中来源最丰富的可用的催化剂，是众所周知的含沸石的催化剂，但非沸石催化剂也在考虑之列。
最好的含沸石的催化剂可包括任何沸石，(不论是天然的、半合成的或合成的)，可以是单独的沸石，也可以是沸石与其它物质混合使用，但与沸石混合的物质不能明显地损害催化剂的适用性，混合而得的催化剂应具有上面提到的活性和微孔结构。例如，如果原催化剂为混合物，它可包括与微孔的耐温无机氧化物载体相结合分散在该载体中的沸石组分，在这种情况下，沸石可占催化剂总量(无水基)的1-60%左右，较好的为15-50%左右，最典型的为20-45%(重量)左右，催化剂的其余部分全为多孔的耐火无机氧化物或其与对各种需要的或不需要的反应起促进或抑制作用的任何已知辅助剂的组合物。就沸石属来说，适用于本发明的分子筛催化剂，请注意分别发表于1978年7月26日和1978年9月13日的Chenical Week杂志上的题为“Retinery Cafalysts Are a Fluid Business和“Making Cafcrackers Work on Varied Diet”的两篇文章。其所述内容在此引为参考。
含沸石的催化剂中的沸石组分多半是那些已知适用于流化催化剂裂化过程的组分。一般来说，它们是结晶的硅铝酸盐，典型的是晶体结构中有四个配位铝原子，它们通过氧原子与邻近的硅原子结合。但“沸石”这一术语在这里不仅指硅铝酸盐，还指那些其中铝被部分或者全部取代的物质，例如铝被镓、磷、硼、铁和(或)其它金属原子所取代，而且包括其中全部硅或部分硅被取代的物质，(例如硅被锗或磷所取代，也可以被钛或锆所取代)。
大部分沸石是制成钠的形式或天然的就是这种形式，钠阳离子与晶体结构中的电负性部位结合。钠阳离子会使沸石变得不活泼，并且当处于烃转化的条件下，特别是在高温下很不稳定。因此沸石可进行离子交换，如果沸石是催化剂组合物中的一个组分，沸石可以在加入组合物之前或加入后进行这种离子交换。适合于取代沸石晶体结构中钠的阳离子包括铵(可分解为氢)、氢、稀土金属、碱土金属等。各种合适的离子交换方法和能够通过交换进入沸石晶体结构的阳离子对本领域的技术人员来说都是熟知的。
可用作本发明的催化剂或作为本发明的催化剂组分的天然的结晶硅铝酸盐沸石的例子有八面沸石，丝光沸石，斜发沸石(climoptilote)，菱沸石，方沸石，crionite，以及插晶菱沸石，环晶石，方碱沸石，黝方石、镁碱沸石(ferriorite)，片沸石，钙沸石，黄锑华，交沸石，钙十字石，锶沸石，flarite，硅钙硼石，钠菱沸石，Caumnite，白榴石，天青石，方柱石，中沸石，发沸石，霞石，mafrolife，菱钾沸石和钠沸石。
可用作本发明的催化剂或作为本发明的催化剂组分的合成结晶硅铝酸盐沸石的例于有沸石X，美国专利第2，882，244号;沸石Y，美国专利第3，130，007号;和沸石A，美国专利第2882，243号;以及沸石B，美国专利第3008 803号;沸石D，加拿大专利第661，981号;沸石E，加拿大专利第614，495号;沸石F，美国专利第2，996，358号;沸石H，美国专利第3，010，789号;沸石J;美国专利第3，011，869号;沸石L，比利时专利第575，177号;沸石M，美国专利第2，995，423号;沸石O，美国专利第3，140，252号;沸石Q，美国专利第2，991，151号;沸石S，美国专利第3，054，657号;沸石T，美国专利第2，950，952号;沸石W，美国专利第3，012，853号;沸石Z，加拿大专利第614，495号和沸石Omege，加拿大专利第817，915号。还有ZK-4H J、α、β和ZSM-型沸石也是适用的。此外，美国专利第3，140，249号、3，140，253号、3，944，482号;和4，137，151号所述的沸石也是适用的。所述的专利所公开的内容都在此引为参考。
具有八面沸石型晶体结构的结晶硅铝酸盐沸石特别适用于本发明。特别是其中的天然八面沸石和沸石X和沸石Y。
适用于ART方法的典型固体是那些在美国专利第4，263，128号中所提出的固体。
图上符号的说明A.鼓风机输出的空气-入给再生器系统的空气B.再生器/燃烧器/炉C.再生器/缓冲斗D.待生催化剂/ARTCAT汽提器E.预分离器F.高效旋风分离器G.其烟道或处理的烟道气H.去分离的油蒸汽I.去汽提器的蒸汽J.提升蒸汽/气体(湿的或F的)/去提升管接触器的HO或原料K.提升管接触器L.缓冲斗排气管线M.汽提器排气管线N.催化剂冷却器/ARTCAT冷却器O.热循环物质滑阀P.冷循环物质滑阀Q.再生物质滑阀R.来自分离器的分离物质
JJ.待生物质滑阀HH.原料-用以控制接触器内时间的可变动供料点S.去Cx/Rx加提升管的热物质滑阀T.去Cx/Rx加热提升管的提升气体/蒸汽V.控制C/O用冷却器W.去提升气管接触器的冷催化剂U.Cx/Rx汽提器再热管线U.Cx/Rx蒸汽过热管线
权利要求
1.一种热平衡式烃转化过程，在该过程中烃原料在反应器中在高温下与流化固体接触物质接触，转化为沸点较低的产物，从所述的反应器出来的含焦炭待生接触物质与反应产物分离，并在汽提区内汽提除去挥发性烃，经过汽提的固体物质用一种含氧气体使其在再生段再生；使热的刚再生的流化固体接触物质回到反应器。本过程改进之处是在使热的刚再生的固体接触物质回到反应器之前将其一部分冷却，从而提高流化固体物质与烃原料之比。
2.权利要求
1所述的过程，其中所述的流化接触物质包括含酸性中心的沸石，所述的烃原料是与蒸汽或提升气体一起直接加到提升管接触器的底部，并使其在与冷却的催化剂接触前先与热再生催化剂接触。
3.权利要求
1所述的过程，其中所述的流化接触物质是一种裂化催化剂，含有含酸性中心的沸石，所述的烃原料是与提升气体或蒸汽一起加入反应器，并在所述的冷却的再生催化剂的上游与刚再生而未被冷却的热催化剂接触，从而提高催化剂与烃原料之比。
4.权利要求
3所述的过程，其中所述的原料含沥青质、碱性氮和金属，该过程利用热再生物质除掉原料中至少大部分沥青质、碱性氮和金属，冷却的再生催化剂与至少已部分除去沥青质、碱性氮和金属的原料接触。
5.权利要求
1所述的过程，还进一步包括使所述的转化和所述的再生都在稀相中进行，并使来自所述的反应器和再生段的所有固体物质都通过旋风分离器预分离器，在该分离器中固体和气体迅速分离，固体物质加到另一容器所含的密相床层中，而不是回到所述的再生器或反应器内。
专利摘要
在提升管反应器(接触器)和再生器(燃烧器)之 间采用循环固体的改进型热平衡式烃转化过程，使循 环固体与烃原料之比(C/O或催化剂与油之比)提 高，其方法是使热的刚再生的接触物质部分直接冷 却；部分通入蒸汽汽提器；使热的再生接触物质冷却 并在未冷却的再生物质加入处的下游将其加到提升 管中；把烃原料与提升气体或蒸汽一起加到提升管的 底部；或在热再生接触物质与在提升管较高位置喷入 的烃原料接触之前，用一种可碳化的提升气体将热的 再生接触物质提升到提升管中。
文档编号B01J8/18GK87100801SQ87100801
公开日1987年10月7日 申请日期1987年2月23日
发明者戴维德·B·巴索利克, 怀特·F·巴格 申请人:恩格尔哈德公司导出引文BiBTeX, EndNote, RefMan