專利名稱：應用驟冷的催化裂解的制作方法
技術領域：
本發明涉及催化裂解，更具體地說是涉及增加催化裂解的單位系統中有價值液體得率的方法。
油的催化裂解是用來產生汽油和其它碳氫化合物的重要的精煉方法。在催化裂解期間，在催化裂解溫度和壓力和在催化劑存在下，使通常為切取原油的一個餾分為原料并在反應器中裂解以產生更多的有價值的低分子量的烴。粗柴油通常作為催化裂解中的原料。粗柴油原料典型地包含55%-80%(體積)，沸點范圍為約650°F(343℃)至約1000°F(538℃)且少于1%(重量)RAMS碳的粗柴油。粗柴油原料也典型地包含少于5%(體積)的石腦油及沸點低于430°F的輕質烴，10%-30%(體積)，沸點范圍約為430°F(221℃)-650°F(343℃)的柴油和煤油，以及少于10%(體積)、沸點高于1000°F的殘油，有時殘油的存在量較多或是將殘油加至粗柴油原料中。
在常規的流體催化裂解單位中(FCCU)，使來自立管式反應器中的熱產物繼續在豎管反應器的下游中進行900°F(482℃)以上的熱裂解反應。這些熱裂解反應使產物降解而減少得率并制得過量的輕質氣體，該輕質氣體常常不適當地限制了催化裂解單位的生產能力。
此外，常需要在諸如1025°F(552℃)或更高的高溫下使立管反應器運轉以增加汽油辛烷值和增加油與殘油的轉化，這類高溫裂解可以基本上增加乙烷和輕質燃料氣的產生。燃燒氣體產生的令人注目的增長會引起精煉燃燒氣體系統的不平衡。它也可能限制這些FCCU的能力，FCCU具有不夠的氣體壓縮能力來處理增長的負載。因此，盡管鼓勵增加汽油和辛烷的生產，但有時豎管的溫度還須被降低。
在較高的裂解溫度下可產生較不穩定的石腦油且易于產生不需要的氧化反應而形成膠狀物質。以前用來保持裂解石腦油的穩定性方法及用來保持含有裂解石腦油的汽油的穩定性方法包括(1)加入諸如苯二胺類或受阻酚的化學抗氧劑;(2)操縱控制種種裂解方法，諸如降低裂解溫度和/或限制殘油的量;或者(3)限制摻入至處理過汽油中石腦油的量。
一些典型的現有技術中再生劑、催化裂解劑、反應物、設備和精煉方法有如下列美國專利中所示2，240，160;2，382，270;2，382，382;2，398，739;2，398，759;2，414，002;2，422，501;2，425，849;2，436，927;2，458，862;2，669，591;2，827，422;2，884，303;2，901，418;2，981，676;2，985，584;3，004，926;3，039，953;3，290，405;3，338，821;3，351，548;3，364，136;3，513，087;3，563，911;3，593，968;3，661，800;3，676，519;3，692，667;3，838，036;3，844，973;3，850，742;3，886，060;3，907，661;3，909，392;4，043，899;4，218，300;4，325，817;4，331，533;4，332，674;4，341，623;4，341，660;4，375，021;4，446，009;4，478，708;4，552，645;4，695，370;4，764，268;4，814，067;4，824，557;4，859，310;并在歐洲專利申請第83307095.6號(公開號EPO113 180A2)，第85307242.9號(公開號EPO180 355A2)和第88309278.5號(公開號EPO 311 375A1)中所闡述。這些現有技術中的催化裂解劑、再生劑、催化劑、設備和精煉方法已有了不同程度的成功。
因此，需要提供一種改進的方法和系統以增加汽油(石腦油)在催化裂解單位中的得率并改善含有這些石腦油的汽油(揮發油)的穩定性。
這里提供一種實際有效的、高效應的及具有經濟上有吸引性的改進的催化裂解方法的單位。
新穎的催化裂解方法和單位包括將諸如粗柴油，加氫處理的油和/或殘留油渣的原料油的催化裂解。將原料油置于催化裂解單位(FCCU)的反應器中，在裂解催化劑存在下以產生一種催化裂解，流出精選的油的產流，催化裂解基本完成后，從外部使產物流氣驟冷，當催化裂解油從反應器中引出和排料后就進入帶有驟冷管道或噴射器的反應器的下游以增加石腦油及汽油的得率并產生更穩定的汽油。快速驟冷在焦炭制備中也得到所需的轉變并具有選擇性。
較好的是，驟冷使汽化時體積的膨脹基本低于水和水蒸汽，在優選的形式中，驟冷劑包括預先裂解或經過加工以除去大多數可反應的種類的烴類蒸氣。所必需的是，驟冷劑應當具有低的熱反應性。預經裂解的烴類是很符合要求的，因為它們對熱驟冷的反應性要比新鮮的未加工過的原始原料和加氫處理過的原料要低。
結果，驟冷劑包括煤油、焦化裝置中輕質瓦斯油、焦化蒸餾蒸餾出物(CSD)、加氫處理過的餾出物或新鮮的未處理過的原始原料，諸如，直餾粗柴油、重質直餾石腦油、輕質直餾石腦油，但較好地包括輕質催化裂化油(LCCO或LCO)、重質催化裂化油(HCCO或HCO)或重質催化石腦油(HCN)或是它們的混合物。LCCO的沸點低于HCCOO，但它們約具有相同的蒸發熱。最好是驟冷劑包括分子量大于水的LCOO。但是，HCCO也是非常有用的驟冷劑，比LCCO便宜。
通常不宜用水或水蒸氣作為合乎要求的驟冷劑，因為它們在蒸發明膨脹很多，要占去許多反應器的體積，向上部管道膨脹，引起因壓力而遭致破壞，干擾催化環境，逆向地干擾旋風分離器運轉并產生大量的必須被純化掉的污染水。在水蒸氣驟冷中也仍要求有過量的水蒸氣。
輕質石腦油(輕質直餾石腦油、輕質催化石腦油、輕質焦化石腦等)也一般不宜用作合乎要求的驟冷劑，因為它在反應器中占據了太多的體積。此外，輕質石腦是汽油中的摻入產物，不需要將輕質石腦油裂解成更小價值的烴類。
辛烷化的油(DCO)一般也不用作合乎要求的驟冷劑，因為它有焦化的傾向。在DCO中的催化劑也會侵蝕內部反應器的壁的管道。
進一步地說，殘油也不作為合乎要求的驟冷劑，因為它有焦化的傾向并堵住管道。
液態烴類驟冷劑比氣態驟冷劑優選，它可獲得液態驟冷劑的蒸發熱。合乎要求地說是將液態驟冷劑以2%-20%(體積)，較好是5%-15%(體積)的進料油的流率將液態驟冷劑注入產物蒸氣中。有利的是，驟冷減低了產品流的溫度并可將熱裂解降至最小。驟冷也增加了進料油轉化為精選油并能增加汽油中的辛烷。
煤油、焦化爐中的瓦斯油和加氫處理的餾出物作為驟冷劑不如LCCO和HCCO的好。液態氮可作為有用的驟冷劑，但卻非常昂貴且有不合乎要求的體積膨脹。
LCCO和HCCO有很高的吸熱能力，增加運行，且不從實質上增加運行的實用性、保養及廢物處理的耗費。LCCO和HCCO提供了優良的驟冷劑，因為它們在精煉中可以得到，經濟、穩定，具有低的體積膨脹，提供能再回收的熱量排除，其形成焦化的傾向少。用催化裂化油可減少形成焦化物的量。催化裂解也允許高溫裂解而不失去更有價值的烴類且不損傷旋風分離器內部、通風或耐火墻。合乎要求的是，用催化裂化油驟冷基本上減少了燃燒氣體的產生。
在較優選的方法中，通過在蒸氣催化劑分離器中的粗分離，例如在粗切的旋風分離器中使焦化的催化劑與精選油分開，使精選油馬上驟冷以減少精選油熱裂解成為低值的烴類產物及烴質烴類氣體。合乎要求的是，驟冷系在立管式反應器的下游產生，蒸氣在催化裂解單位的粗切旋風分離器的出口處形成。在催化劑從油中粗分離后向催化裂解油中加入驟冷劑則更為有效和經濟。所需的驟冷劑體積及泵的能耗也可減少。
在所闡述的一個實例中，在分離器和汽提管的上游采用驟冷。此申請的一個優選形式是，催化裂解單位在立管反應器和分離汽提管間有一外界粗切旋風分離器，將驟冷劑馬上注入外界粗切旋風分離器的蒸氣(產物)出口的下游。
在另一個實例中，催化裂解單位有一個具有內部粗切分離器的分離管(分離器)＜將驟冷劑馬上注入分離器的下游且在內部粗切分離器蒸氣(產物)的出口附近。內部粗切分離器包括內部旋風分離器或倒立罐式分離器。也可用彈道分離器和其它慣性分離器。
有利的是，采用驟冷能減少焦化的選擇性，在分離和汽提管的稀釋相部分焦化可以減少。耗費掉的焦化了的催化劑在再生器中再生并至豎管反應器中再循環使用。合乎要求的是，在新的驟冷過程中，再生器的再生溫度降低。優選模式是再生器在完全為CO(一氧化碳)燃燒下工作從而在諸如空氣的支持燃燒氣體，包括多余的使焦化的催化劑上焦化物完成燃燒成二氧化碳化學計量學上過量的氧氣存在下對焦化的催化劑進行再生，再生器在部分CO燃燒下也能運行。
在此專利申請中，術語“轉化率”表示在沸點430°F(221℃)以上的進料量相對的消失量。
在此專利申請中，術語“焦化選擇性”表示焦化物得量與轉化物的比率。
下面結合附圖作出更詳細的解釋并提出權利要求書。
圖1是帶有外部旋風分離器的催化裂解單位的流程圖;
圖2是帶有外部旋風分離器的另一個催化裂解單位的流程圖;
圖3是油精煉部分的流程圖;
圖4油精煉的另外一部分的流程圖;
圖5是焦化單位的流程圖;
圖6是催化裂解單位的流程圖;
圖7和8是對種種驟冷劑用量的產物溫度的曲線圖;
圖9是驟冷劑體積對產物體積的曲線圖;
圖10和11在不同的催化裂解單位中最初驟冷劑的作用的曲線圖;
圖12是帶有內部粗切分離器的催化裂解單位流程圖;
圖13是圖12中分離器沿13-13線作出的模剖面圖;
圖14是圖15中帶有有倒罐和驟冷管分離器沿14-14線所作出的放大的縱剖面圖;
圖15是帶有中心立管反應器和包括倒罐的內部粗切分離器的催化裂解單位的流程圖;
圖16是帶有內部粗切分離器的另一個催化裂解單位的流程圖。
在精煉過程中，用泵12將未精煉的、原始的全原油(石油)從地上貯存容器10中抽出并通過進料管14進入一個或多個脫鹽器16以從油中除去諸如沙、鹽和金屬的微顆粒狀物(圖3)。脫過鹽的油通過爐子進口管道18而進入管式爐20，在此油被加熱至一定的溫度，例如在125-200psi的壓力下加熱至750°F(399℃)。用泵24將加熱的油從爐中移去，通過進料管25而泵至初級蒸餾塔26內。
將加熱的油在進入上端精餾部分或下端汽提部分之前使它選進入初級常壓蒸餾塔，管式爐或原油單位26的閃蒸段。初級塔較好地在低于60psi下工作。在初級塔中，加熱的油分離成潮濕氣體、輕質石腦油、中間石腦油、重質石腦油、煤油、直餾粗柴油和初級殘油部分。潮濕氣體、一部分石腦油和煤油較好地回流(再循環)至初級塔內以提高分餾率及效率。
潮濕氣體比初級塔26中通過上端濕氣管道28排出。通過輕質石腦油管29從初級塔中移出輕質石腦油。通過中間石腦油管30從初級塔中移出中間石腦油。通過重質石腦油管31從初級塔中抽去重質石腦油。通過煤油管道32從初級塔中移去煤油和產生噴氣燃燒的油及爐油。如果需要，部分煤油和/或重質石腦油可從驟冷管道186進料用作驟冷劑部分(圖1)。通過初級直溜油管33從初級塔中移出初級常壓的直餾油并泵至流體催化裂解單位(FCCU)34(圖4)，有時通過催化進料加氫處理單位再進入FCCU中。。
通過初級殘油管35使初級殘油從初級塔26的底端排出。用泵36將管道35中的初級殘油泵至爐38并加熱至諸如約520F(271℃)-750F(399℃)溫度。通過爐子排料管40將加熱的初級殘油運送至管式爐真空，塔42的閃蒸區段或直接送至FCCU反應器中。
管式爐真空塔42(圖3)較好在35-50mm汞柱壓力范圍下工作。通過水蒸氣管44可將水蒸氣注入真空塔的底端部分。在真空塔中，潮濕氣體或真空凝物從塔頂端的潮濕氣體管46中排去。重質和/或輕質真空粗柴油從真空塔中部的粗柴油管48移出并進入催化進料加氫處理單位49(CFHU)(圖4)或進入豎管式反應器。真空殘油從真空塔42的底部的真空殘油管50中移去(圖3)。真空殘油也是指典型的最初沸點接近約1000F(538℃)的殘渣油。
一些殘油可通過FCCU殘留物管52泵至或加料至FCCU34中(圖4)或殘油進入包括一系列沸騰床、膨脹床反應器的殘留物加氫處理單位(RHU)中精選。來自RHU中的輕質粗柴油(LGO)也可通過RHU LGO管54進料至FCCU34中。一些殘余物可通過焦化殘留物58泵至焦化裝置單位56。
焦化器單位56(圖5)包括焦化器或焦化桶62及合并塔64。在焦化裝置62中，在約10psig-50psig的壓力下于焦化溫度為約895°F(479℃)-915°F(491℃)真空塔底部進行焦化。通過斜槽、導管或管道66從焦化裝置62中除去焦化物，轉移至焦化物貯存地用作用體燃料，焦化裝置產生的蒸氣通過焦化裝置蒸氣管68從焦化裝置62中除去并通過(進料)至混合焦化塔64。在混合焦化塔64中，焦化產物蒸氣可分為焦化器氣體、焦化裝置石腦油、輕質焦化裝置粗柴油、焦化蒸餾釜餾出液(焦化裝置餾出液及重質焦化裝置粗柴油部分。焦化裝置氣體可通過焦化裝置氣體管70從混合塔64中除去。焦化裝置石腦油可從焦化裝置石腦油管72中從混合塔64中除去。焦化蒸餾釜餾出液(焦化裝置餾出液)可通過焦化蒸餾釜餾出液CSD管73中除去。輕質焦化裝置瓦斯油可通過輕質焦化裝置瓦斯油管74以混合塔64中除去并進入ECCU34中(圖4)或進入催化進料加氫處理器(CFHU)49。如果需要，部分焦化蒸餾釜餾出液(焦化裝置餾份)、輕質焦化裝置瓦斯油和/或焦化裝置氣體可從驟冷劑管186進料用作部分驟冷劑。重質焦化裝置瓦期油可通過重質焦化裝置瓦斯油管76從混合塔64(圖5)中除去并在催化裂解器34(FCCU)中催化裂解前在催化進料加氫處理裝置(CFHU)49(圖4)中加氫處理。所用氫氣從氫氣輸入系78在壓力從大氣壓至2000psia，較好地從1000psia至1800psia溫度在650°F(343℃)至750(399℃)輸入，在氫化催化劑存在下，加氫處理的油從加入催化劑的加氫處理器放料管80放出而送入催化裂化器34(FCCU)。
圖1中的催化裂解反應器34有一個帶有上端部分102和下端部分104的豎直的立管反應器104。裂自解催化劑和進料油在立管反應器100的底部混合。催化裂解裝置(立管反應器)100在催化裂解條件下在裂解催化劑存在下使進料的油催化裂解。含有微粒廢焦化催化劑的催化裂解油蒸氣使裂解催化劑焦化。
包括外部粗切旋風分離器106的粗切慣性分離器通過旋風分離器進口管105與立管反應器100的上端相連(圖1)。外部粗切旋風分離器106安裝于立管反應器100的上端部分102同樣的高度。該粗切旋風分離器焦化的催化劑與催化裂解油粗分。較好地是，通過粗切旋風分離器106使至少92%-98%。油中焦化的催化劑被除去。安裝于外部旋風分離器106下端的是一豎直的分離管或分離器108。
分離管108(圖1)從催化裂解油中分離出大量殘留的焦化催化劑。分離管在900°F(482℃)-975°F(524℃)溫度下工作。分離管101上端有一稀釋相部分110，該部分帶有至少一個內部旋風分離器112、一個流出產物的出口管113、一個下端濃厚相部分114，氣提部分116提供了一個氣提器，在其中把揮發的烴類被從焦化的催化劑中氣提出來。氣提部分有擋板或內件115。氣提蒸氣管和注入器117可與氣提器116相連。
從外部旋風分離器106上端延伸出來的是旋風分離器出口管118，提供了部分產物流管119(圖1)。產物流管11有一上端水平部分118，垂直的中間部分120，中間水平部分122，以及延長垂直部分124，124提供了一個產物流的雙向插管，其下端通過分離管的上稀釋相部分110連至濃厚相部分114的上端部分。產物蒸氣雙向插管124帶有內部慣性分離器，它有一個位于分離管108上稀釋相部分的中間部分并與之相通的出口126。產物流管118提供了一個分離管輸入管道，它延伸在外部旋風分離器106和分離管108的上端稀釋部分110之間，并與它們相連且相通。
旋風分離器的廢催化劑出口管道，通道及斜槽提供了一個催化劑雙向插管128，128延伸入下端濃厚相部分114內并與分離管108的氣提部分116相鄰。催化劑雙向插管128有一上垂直部分130、中間斜角部分132，下斜角部分134及帶有出口137的垂直雙向插管末端部分136。通過氣管138可與上垂直部分130相連。流體化物流管139可與下斜角部分134相連。
再生器140(圖1)包括一個再生器管142，它位于分離器108上方。在諸如空氣的支持燃燒的含氧氣體存在下再生器140使耗費的焦化催化劑基本燃燒和再生。垂直延伸的提升導管144是耗費的催化劑上升的管道，該管道是從再生器管142的下端部分延伸出來，通過分離管108濃厚相部分114的中間部分而向下延伸，它用來使焦化的催化劑從分離管108中輸送到上面的再生管142中。得升空氣注入器146位于提升導管144底端的附近用來注入空氣，吸上廢催化劑并將其轉運至再生器管142中，促進焦化的催化劑燃燒。再生器142可有內部旋風分離器148和150，一個上端稀釋相蒸汽環152，上面的氣體煙道154和下端濃厚相氣體煙道環156和管道158。
再生的催化劑是通過催化劑排料管、通道和斜槽160(圖1)排至上方的放置井和容器162內，162的下端部位有一隨意的空氣環164以抵銷所建立的壓力。從放置井162的下端延伸出一垂直的再生催化劑豎管166延伸至滑動閥168。水平的再生催化劑管170與立式反應器100的下端部分104相連。流體化懸浮蒸氣管171可連接至滑動閥168下的再生催化劑管170上。通空氣管172可連接至再生催化劑豎管166的中間部分。
通蒸氣管176(圖1)也可接到立式反應器100的下端部分104上。注入器的噴嘴178(圖1)可安裝于立式反應器100的下端部位104以便將進料油注入立式反應器中。在所敘述的實例中，混合進油管180被連接至噴嘴178和新鮮進油管33上。再循環油管182可連接至混合進油管180上并與之相通以使重質催化循環油(HCCO)、辛烷化油(DCO)和/或漿狀油能進入立式反應器100中，最多為40%(體積)，較好以5%-10%(體積)，新鮮原料比率在新鮮進油管33中。再生器的溫度通過循環油驟冷而降低約1°F至20°F。
催化循環油驟冷注入管184包括LCCO注入管和/或HCCO注入管，它帶有一垂直的催化循環油注入器部分186，它向下延伸與分離容器輸入管118的垂直部分120相連和相通以將輕質循環油(LC-CO)驟冷劑和/或重質催化循環油(HCCO)驟冷劑注入烴類產物中，這在產物進入外部旋風分離器106下游的立式反應器100內之后及在產物進入分離容器108之前進行。驟冷使催化裂解粗分油的產物蒸氣熱裂解降至最小且基本上抑制熱裂解成較低價值的烴類、諸如燃燒料氣體等。循環油驟冷劑可停止75%-90%產品油熱裂解且同時增加石腦油的得率以增加汽油的生產。驟冷期間，從粗分旋風分離器106中排出的油產物蒸氣溫度降低了約30°F(17℃)-200°F(111℃)，較好地為約50°F(28℃)-80°F(44℃)，這樣溫度范圍為約900°F(482℃)-930°F(499℃)。
循環油驟冷劑增加了進料油向精選油轉化且增加了汽油辛烷。驟冷劑的注入比率是2%-20%(體積)，較好是5%-15%(體積)立式反應器100中的進料的輸入比率。有利的是在分離容器108的稀釋相部分110形成更少的焦化物。在循環油驟冷期間也更少地產生C2-燃料氣體。
用一個或多個使驟冷劑霧化的注入器使驟冷劑噴霧出來而形成快速接觸的驟冷劑并迅速混合，這樣驟冷劑的混合和揮發可有效地增加至少于5秒，較好地是少于3秒。驟冷劑的最末注入速度為50-100ft/秒(15-30米/秒)滯留時間為0.1-5秒，較好少于0.2秒。可以避免失去驟冷劑。
高沸點驟冷劑介質改善能量的恢復。可將驟冷劑預熱，較好地高于212°F(100℃)，以增加熱量的恢復并使失熱量降至最少。將驟冷劑噴入外部旋風分離器蒸氣出口管118使產物在進入反應容器稀釋相前迅速冷卻。
為了得到最佳結果，應等反應-完成就注入驟冷劑，較好的是等待焦化的催化劑顆粒從催化裂解油產物流中粗分離出來后馬上進行驟冷。在分離出催化劑后所需的驟冷劑的量要比催化劑分離前所需的量少。
出人意料且令人驚奇地發現用循環油驟冷劑可增加高價值石腦油的得率并改善焦化物的形成及選擇性。
除了反應器之外的粗柴油轉化在有催化劑存在的粗切旋風分離器中已基本完成。過量的燃料氣體產物在加入循環油驟冷劑前已預先延長了分離容器稀釋相部分的殘留時間。
再生的催化裂解催化劑可依次通過再生催化劑管170而進入立式反應器100中(圖1)。新補充的催化劑可加至再生器140中。在FCC立式反應器中，使烴類原料蒸發與熱裂解催化劑相混合，原料催化裂解成更有價值的低分子量的烴類。立式反應器100中的溫度范圍是約900°F(482℃)-1200°F(649℃)，較好地是從約950°F(510℃)至約1040°F(560℃)，其壓力是大氣壓至約50psig。立式反應器中的每小時的重量空間速度范圍約為5-200WHSV。立式反應器中的油蒸汽流速度范圍約為5ft/秒(1.5米/秒)-100ft/秒)(30m/秒)。
穩定的裂解催化劑包括，但不局限于這些含二氧化硅和/或氧化鋁(包括酸型)的催化劑。裂解催化劑可含有其它諸如氧化鎂或氧化鋯的耐火金屬氧化物。較好的裂解催化劑是含有結晶鋁硅酸鹽、沸石或分子篩的催化劑，其量是能足以增加催化劑的裂解活性，例如在約1%-50%(重量)間。結晶鋁硅酸鹽中的二氧化硅與氧化鋁的摩爾比至少為2∶1，例如2至12∶1，為了得到最佳結果，較好的摩爾比為4-6∶1。通常易得的結晶鋁硅酸鹽為鈉鹽形式，該組分較好地通過氫離子交換、諸如銨離子或多價金屬離子的氫前體的交換而使其減少至例如少于約4%(重量或甚至約1%(重量)。合適的多價金屬包括鈣、鍶、鋇及諸如鈰、鑭、釹稀土金屬和/或自然形成的稀土金屬混合物。這類結晶材料能在催化劑制備、烴加工過程及催化劑再生的高溫條件下保持其多孔結構。結晶鋁硅酸鹽具有相當小的均勻多孔，其橫剖面的孔直徑為6-20A，較好為約10-15A。二氧化硅-氧化鋁的裂解催化劑具有二氧化硅的重要比例，例如，約60%-90%(重量)二氧化硅及約10%-40%(重量)的氧化鋁，它適合與結晶鋁硅酸鹽混合或用作裂解催化劑。其它的裂解催化劑及孔的大小也可使用。裂解催化劑也可包含或包括一氧化碳(CO)燃燒促進劑或例如鉑催化劑的催化劑以增加在再生器140中濃厚相內一氧化碳的燃燒。
使含有焦化物的失活沉積物的廢催化劑從分離容器108中排出并通過廢催化劑立管144提升上去并加至位于頂端流體化催化劑再生器或燃燒器140的底部。立管反應器和再生器一起形成了催化裂解單位的初級組成。空氣通過空氣注入管146和廢催化劑提升管144而注入至再生器的底部。空氣在一定壓力及流體下注入使廢催化劑微粒流體化而向上進入再生器，包含在催化劑顆粒上的殘留碳(焦化物)基本上在再生器140中完全燃燒，留下再生的催化劑可用于反應器中。再生的催化劑通過再生催化劑管160從再生器140中排出并通過再生催化劑管道170和再生催化劑豎管172進料至立管反應器100。燃燒尾氣(煙道氣)通過未燃燒氣體管或煙道氣體管154從燃燒器140的頂部抽出。
如圖6所示，催化裂解的烴類(揮發油)的流出產物流通過流出產物管113從分離化器108頂部排出并運至FCC的主要分離器190。在FCC分餾器190中，催化裂解烴類包括油蒸氣和閃蒸的氣可經分餾(分離)成烴質烴類氣體、石腦油、輕質催化循環油(＜CCO)、重質催化循環油(HCCO)和辛烷化的油(DCO)。輕質輕類氣體通過輕質氣體管192從FCC分餾器中除去。石腦油通過石腦油管194從FCC分餾器中除去。LCCO通過輕質催化循環油管196從FCC分餾器中除去。HCCO通過重質催化循環油管198從FCC分餾中除去。辛烷化油通過辛烷化油管199從FCC分餾中除去，部分LCCO和/或HCCO可再循環至循環油驟冷管184(圖1)并用作驟冷劑。
可替換的是，在主分餾器402中，油蒸氣和閃蒸蒸氣可分餾(分離)或(a)沸點低于430°F(221℃)的輕質烴，(b)輕質催化循環油(LCCO)和(c)辛烷化的油(DCO)。輕質烴可通過上端管道從主分餾器中除去并進入分離器的桶內。在分離器的桶里，輕質烴可分離成(1)濕氣體及(2)包括丙烷、丙烯、丁烷、丁烯和石腦油的C3至430°F(221-℃)的輕質烴類物質。潮濕氣體通過分離器桶上的潮濕氣體管中排出并再在蒸氣回收單位(VRU)中加工。C3至430-°F(221-℃)物質從分離器桶的排料管中排出并經過蒸氣回收單位(VRU)作進一步加工。LCCO從主分餾器的LCCO管排出而用作驟冷劑部分或再精煉、加工或出售。辛烷化油(DCO)可從一個或多個DCO管道中從主分餾器中除去而進一步使用。包括辛烷化油(DCO)的漿狀再循環油可通過泵經過漿管182(圖1)而從主分餾器190的底部處的DCO管199(圖6)中泵至立管反應器100用于再循環。殘留的DCO可轉送，在精煉中再使用。
從立管反應器100(圖1)中排出的廢的失活的焦化催化劑可在氣提部分116用諸如輕質烴類氣體或蒸氣的氣提氣體而提出可蒸發的烴類。被氣提過的焦化的催化劑經過氣提器116的廢催化劑管144而進入再生器140。空氣通過空氣注入管146注入使廢焦化催化劑流體化并攜帶廢的焦化催化劑以0.2ft/秒(0.06m/秒)-4ft/秒(1.22米/秒)的速率經過廢催化劑立管144而進入再生器140中。較好的是，將過量的空氣注入再生器140中以完全將催化劑上的焦化物轉化成二氧化碳和水蒸氣。對于完全燃燒而使焦化物轉化成二氧化碳和水蒸氣所必需的化學計量上的空氣量來說，空氣可過量約2.5%-25%。
在再生器140中(圖1)，在空氣的存在下催化劑上的焦化物燃燒，結果催化劑含有小于1%(重量)的焦化物。焦化催化劑包含于再生器下端的濃厚相部分，再生器上端稀釋相部分的底部。雖然一氧化碳主要是在帶有促進燃燒劑的濃厚相中燃燒，即濃厚相帶有CO燃燒促進劑，但一氧化碳(CO)在稀釋相和濃厚相中都可燃燒。濃厚相中的溫度范圍約為1050°F(566℃)-1400°F(760℃)。稀釋相中的溫度范圍約為1200°F(649℃)-1510°F(821℃)堆積的氣體(燃燒氣體)從再生器140的上端的煙道154排出去，使堆積氣體最好地少于0.2%(2000ppm)(體積)CO。一氧化碳燃燒熱的主要部分最好被催化劑所吸收并通過再生催化劑管170和豎管166用再生催化劑轉移至立管反應器100中。
在催化裂解器(立管反應器)100中，一些不揮發的碳質材料或焦化物沉積在催化劑微粒上。焦化物包括一般含有4-10%(重量)，氫的高濃縮的芳族烴。由于焦化物系在催化劑上構成，所以使催化劑的裂解活性及催化劑對產生混合的氣油的選擇性減小。用一合適的再性方法除去催化劑的大多數焦化物，催化劑即可恢復其最初的能力。
催化劑的再生是通過采用諸如空氣的含氧氣體使沉積在催化劑表面的焦化物燃燒而進行的。從催化劑上燃燒焦化沉積物需要大體積的氧氣或空氣。焦化物氧化的特征在于如同碳氧化的簡單方法且可由下列化學等式代表
反應式(a)和(b)在典型的催化劑再生條件下都會發生，其中催化劑溫度范圍約為1050°F(566℃)-1300°F(704℃)，當再生催化劑在此溫度范圍里時它是氣-固化學作用。溫度升高的效果在于燃燒碳的比例增加且更徹底地從催化劑中除去碳或焦化物。由于燃燒比率增加，則只要足量氧存在時會有增加的熱量放出，可能產生相相反應(C)。后者的反應是通過游離基引發和傳播的。進一步將CO燃燒成CO2是熱能的一個吸引人的來源，因為反應(c)是一極大的放熱反應。
圖2的催化裂解器(催化裂解單位)總的結構和功能與圖1的相似，除了輕質催化循環油(LCCO)驟冷管284傾斜角約為15°-45°，較好地為30°而不同，相對垂直而言，這樣可增加驟冷劑的軌道使其能混合均勻。再生器容器242也安裝在分離器208的側面。為了易于理解，圖2中的部分、元件及組成都相應于圖1中的催化裂解的部分、元件及組成編號，除了只增加100，即在200系列中例如立管反應器200，外部旋風分離器206，分離器208，氣提器216，再生器240等。催化裂解反應器較好地包括立管反應器。一些催化裂解單位有兩個立管反應器，兩個粗切旋風分離器，兩個滑動閥及兩個豎管，它們與一個再生器及一個分離器相連。
圖12和13的催化裂解器(催化裂解單位)一般結構和功能與圖2中的相似，只是除了四個內部粗切慣性分離器306包括粗加內部慣性旋風分離器，它用于產品催化裂解油蒸氣通過水平產物管305從立式反應器300中排出后用外部旋風分離器從催化裂解中粗分出大量催化劑的場合。四個CCO驟冷劑注入管384延伸至分離管(分離器)302內的稀釋部分(區帶)310內部而恰好在內部粗切分離管306蒸氣出口318的上方，在大多數焦化的催化劑用內部粗切分離器306從油中除去后，從384注入和噴霧包括LCCO和/或HCCO在催化裂解油中的CCO驟冷劑。驟冷注入管可安裝為15°至90°(水平)的斜角以相對垂直而言使驟冷劑回流回降至最少。
在圖12中，垂直的輸出廢催化劑管、導管及斜槽328依附在內部粗切分離器306的下端使分離出來的廢催化劑排至分離器306的下端濃厚部分(區帶)314及氣提部分(氣提器)316。分離器308上端稀釋相區帶310的頂部有5個次極內部旋風分離器312。分離管308和粗切分離器306上方的次級內部旋風分離器312共同操作以作除去從流動氣體和油蒸氣中殘留下來的催化劑顆粒(細粉)。為了易于理解，圖12和13中催化裂解器的部分、元件及組成與圖2中相應部分的編號相似，立管反應器300，內部粗切風分離器306，氣提器316，再生器340等。
FCCU600單位與圖12和13的催化裂化器相似，它的一個主要設計補充改變是在于使用HCCO來代替LCCO使分離器驟冷。選擇HCCO代替LCCO來避免液泛，即在分餾器中超過LCCO的性能，并改進所有單位的熱量回收，以及較之HCCO循環中泵能力在更大的進步。
當HCCO催化劑進入旋風分離器后HCCO驟冷劑噴嘴被安裝成通過冷卻反應而發揮最大限度驟冷效率。HCCO能使分離器冷卻30°F(17℃)至200°F(93℃)，較好的情況至少可冷卻至少100°F(38℃)。
圖14和15的催化裂解器(催化裂解單位)總的結構和功能與圖12中的相似，但除了垂直中心、中心立管反應器400沿分離器408垂直軸垂直地向上延伸至稀釋相部分(區帶)410內不同之外。立管反應器409的上端與包括一倒罐的內部粗切慣性分離器406同軸安裝。倒罐406具有，開放的底端406a用來使分離出來的焦化催化劑排入分離管408的濃厚相部分(區帶)414和氣提器部分416;一個無孔的固體平面或平頂或天花板406b，給立管反應器400的上端409上限定空間并在催化裂解油的催化劑負載蒸氣上提供一撞擊平板使蒸氣撞在立管反應器出口上端409外;一個上端圓柱形的壁406c，它從頂端406b向下延伸;中間部分有一個罩406d，它在上端壁406c下延伸，一個下端的圓柱形壁406e，它是406a的開放底部從罩406d下面延伸出去。
罩406d(圖14和15)包括一向外張開的裙狀邊緣。罩406d縱向延伸至上端有一分岔的壁406f，它是從上端壁406c中延伸下來的，再向下集中成下端壁406g，它是從壁406f向下延伸而得的。上端的菱形壁406f有一對直徑相對的矩形排料開口或窗406h，它讓催化裂解油在油從催化劑中粗分出來后，其流動的產物蒸氣能從中出口。
當載滿催化裂解油的催化劑從立管反應器400的上端409(圖14和15)處出去，它撞擊在內部粗切分離器(倒罐)406的頂部406b上的足夠的動量，強制從催化裂解油中粗分出大量的廢焦化催化劑。分離出來的催化劑通過倒罐406的開放底部406a由于重力而排出。從催化劑中粗分出來的催化裂解油通過倒罐406的窗406h排出。
一對徑向相對的水平驟冷管或注入器484(圖14)水平地延伸入分離管408的稀釋相部分(區帶)410的內部，它們靠近窗406h并與之排列在一起，它們噴出包括LCCO和/或HCCO的在催化裂解油中的驟冷劑。驟冷管484可斜向排列成15°至90°(水平)，相對垂直驟冷管而言這樣驟冷劑的回流可減至最少。
分離管408(圖15)和在分離管頂部的次級內部旋風分離器412(在粗切分離器406的上方)共同從流動氣體和油蒸氣中除去殘留的焦化催化劑顆粒(細粉)。為了易于理解，圖14和15中的催化裂解的部分、元件和組份與圖12中的相應部分，元件和組成的編號相同，除了是400系列，例如，立管反應器400，內部粗切分離器406，氣提器416，再生器440等。
圖16的催化裂解器(催化裂解單位)與圖12中的總的結構和功能是相似的，但除了再生器540是裝在分離管(分離器)508的下方。為了便于理解，圖16中催化裂解器的部分、元件及組份與圖12中的相應部分、元件及組成的編號相似，除了是500系列外，例如，立式反應器506，氣提器516，再生器540等。
在一些環境中，需要采用流化床反應器或流體化的催化裂解反應器來代替立管反應器。
實施例下列實施例用來闡述本發明的實際應用但在任何方面都不是限制本發明的范圍。
實施例1和2如圖1所示的相似方法在催化裂解單位(單位Y)中進行實驗。實施例1的試驗表明基礎情況。實施例1中的催化裂解來進行LCCO驟冷。實施例2試驗中的催化裂解是用暫時區域控制驟冷管道的LCCO驟冷劑來進行的，試驗結果如下所示。LCCO驟冷試驗產生了意想不到的令人驚訝的好結果，因為石腦油辛烷增加0.2RM/2，轉化率增長0.64%(體積)，石腦油得率增加0.5%(體積)，重質催化循環油穩定性增加。C2-氣體得率降低23%(重量)。在用LCCO驟冷的催化裂解期間生成產物的程度、產量及質量都是出乎意料之外的。這類由于LCCO驟冷而形成的增長產生了產品價值大大地增長。
實施例1 實施例2 數據變動差異LCCO驟冷劑，MB/D 0.0 1.5 +1.5新鮮原料，MB/D 24.6 24.7 +0.1立管F 955. 956. +1.
管道上方的粗切旋風 951. 903. -48.
分離器，°F從分離管至主分餾塔的 940. 903. -34.
蒸氣管道溫度差，°F立管反應器和分離管間 15. 53. +38.
的溫度差，°F預熱溫度，°F 437. 435. -2.
HCCO再循環，B/D 710. 790. +80.
漿狀物再循環，B/D 700. 700. 0.
再生床溫度，°F 1312. 1305. -7.
轉化率，%(體積) 69.15 69.79 +0.64新鮮原料性質重力 23.9 24.0 +0.1氮氣，%(重量) 0.112 0.111 -0.001硫，%(重量) 1.23 1.22 -0.01粗柴油，%(體積) 97.8 97.6 +0.2實施例1 實施例2 數據變動差異轉化率，%(體積) 69.15 69.79 +0.64TC2-，WT% 3.34 3.11 -0.23TC3，Vol%(體積) 10.80 10.90 +0.10C3＝/TC3 0.689 0.693 +0.004TC4，Vol% 13.19 13.52 +0.33C4＝/TC4 0.524 0.513 -0.009iC4/C4飽和 0.789 0.785 -0.004C5/430，Vol% 51.83 52.33 +0.50汽油混合物例如，戊烷，戊烯LCCO，Vol% 25.54 24.91 -0.63DCO，Vol% 4.62 4.57 -0.05焦化物，Wt% 5.90 6.16 +0.26回收體積，Vol% 105.99 106.24 +0.24C5/430MCL辛烷 93.7 93.9 +0.2RCL辛烷 81.4 81.6 +0.2
實施例1 實施例2 數據變動差異LCN誘導期，分鐘 25 25 0RON 94.5 94.5 0MON 80.2 80.2 0HCN誘導期 395 615 +220RON 92.9 93.4 +1.6MON 80.9 81.4 +0.5實施例3和4在已除去焦化物的催化劑微粒后用煤油模仿催化裂解油來進行小型研究。在實施例3和4試驗中，驟冷劑速率是60克/小時，油產物速率是125克/小時。實施例3的驟冷劑是HCCO。實施例4的驟冷劑是LCCO。下面報告的HCCO和LCCO的驟冷結果是很相似的實施例3 實施例4反應器F 1095 1100C2-燃燒氣體(Wt%)等溫驟冷 14 16+20分鐘冷卻 10 960分鐘冷卻 8 6實施例5和6用如圖2所示相似的方法在另一個催化裂解單位(FCCU500)中進行實驗。實施例5提供了不采用LCCO的基礎情況。實施例6是用LCCO驟冷劑進行催化裂解。油進料比率為79MBD。立管反應器溫度為1020°F(549℃)。沒有LCCO驟冷劑，分離管頂部的反應器溫度低于立管反應器12°F。在5.6MBDLCCD驟冷劑下，LCCO驟冷劑合乎要求地減少了在由約16.7%1140MSCFH-980MSCFH而形成的干燥氣體的產生，充分增加了4.4%從39.5MBD-41.2MBD的汽油產物，增加了約1%體積回收率。LCCO驟冷劑也減少了丙烷、丙烯和異丁烷的產生，工作條件和試驗結果如下實施例5 實施例6無驟冷劑 有LCCO驟冷劑LCCO驟冷劑速率 O MBD 5.6MBD立管溫度 1020°F(549℃) 1020°F(549℃)分離管頂端溫度 1008°F(542℃) 967°F(519℃)立管和分離管的溫度差 +12°F(7℃) +53°F(30℃)C2-4干燥氣體 1140MSCFH 980MSCFHC5+汽油 39.5MBD 41.2MBD回收體積% 108.9% 109.8%實施例5 實施例6無驟冷劑 用驟冷劑 差額(wt.%) (wt.%) (wt.%)C2-干燥氣體 4.8 4.0 -.8丙烷 2.1 1.8 -.3丙烯 5.7 5.3 -.4異丁烷 3.7 3.5 -.2正丁烷 1.2 1.2 -丁烯 6.8 6.7 -汽油 41.2 43.0 +1.8LCO/DCO 29.4 29.3 -焦化物 5.1 5.2 -實施例7-9在用循環油驟冷劑的催化裂解單位中進行進一步的試驗。在實施例7中，與圖1所示的相似，當產物從催化裂解單位(單位Y)中的外部粗切旋風分離器中出來后用一個暫時局部控制的驟冷管馬上注入LCCO驟冷劑。實施例8與圖2所示相似的另一個催化裂解單位(FCCU500)中的兩個外部粗切旋風分離器中產物出來后馬上注入LCCO驟冷劑。在實施例9中，與圖12和13所示相似的催化裂解單位中的四個內部粗切旋風裝置中使產物出來后馬上注入HCCO驟冷劑。實驗條件如下所示及如圖10和11所示實施例7進料速率 24，700B/D立管輸出溫度 951°F驟冷劑介質 LCCO驟冷劑速率 1500B/°F(6.1%)在分離器中的蒸氣滯留時間 16SEC燃燒氣體還原 635M SCFDK＝ (635M SCFD)/(24.7M B/D(16秒)) ＝1.61SCF/BBL-Ssc實施例8進料速率 77，000B/D立管輸出溫度 1017°F驟冷劑介質 LCCO驟冷劑速率 5500B/D(7.1%)在分離器中的蒸氣滯留時間 9sec燃燒氣體還原 5MM SCFDK＝ (5，000M SCFD)/(77M B/D(9秒)) ＝7.21SCF/BBL-Ssc實施例9
進料速率 37，000B/D立管出口溫度 980°F驟冷介質 HCO驟冷劑速率 ～3000B/D(8.1%)分離管中的蒸氣的滯離時間 13sec燃燒氣體還原 1.5MM SCFDK＝ (1，500M SCFD)/(37M B/D(13秒)) ＝3.12SCF/BBL-Ssc實施例10-18使反應器溫度升至940°F(504℃)或以上，特別在高于1000°F(538℃)時就會減小石腦油產品和汽油產品的氧化穩定性。活性基質辛烷催化劑(含有超穩定-Y沸石，在沸石中帶有或沒有交換入沸石的稀土元素，被支持在載體基質上，它表現出與沸石無關的裂解活性)也產生一個不如稀土交換Y催化劑所產生的石腦油產品和汽油穩定，稀土交換的Y催化劑產生大體積的低辛烷石腦油。此外，FCU進料混合物中所夾雜的殘油將減少石腦油產品和汽油的穩定性。
根據本發明，驟冷通過在原始粗切分離油蒸氣產物和催化劑的混合物后盡可能地降低分離管中稀釋相的溫度，從而實際上增加了石腦油產品和汽油的氧化和貯存穩定性。
對有或無循環油驟冷劑的催化裂解單位進行氧化性試驗。在實施例10-13中，粗柴油進入如圖1所示類似的催化裂解單位(單位Y)中用暫時局部控制的驟冷劑管道進行催化裂解，如果指出，則在產品從外部粗切旋風分離器中出來后馬上注入LCCO驟冷劑。在實施例14-16中，粗柴油油進料至如圖2所示的類似的催化裂解單位(FCCU500)中，如果指出，則當產物從兩個粗切旋風分離器中出來后馬上注入LCCO驟冷劑。在實施例17和18中，粗柴油進入如圖12和13所示的類似的催化裂解單位(FCCU600中)，如果指出，則在產品從兩個在分離器(分離管)中的內部的粗切旋風分離器中出來后馬上注入驟冷劑HCCO。實驗結果如下所示稀釋相FCU驟冷劑對FCCU石腦油氧化穩定性的作用實施例 單位 產物流10 Y 重質催化石腦油11 Y 重質催化石腦油12 Y 輕質催化石腦油13 Y 輕質催化石腦油14 FCCU-500 C5-430總的催化石腦油15 FCCU-500 C5-430總的催化石腦油16 FCCU-500 C5-430總的催化石腦油17 FCCU-600 FCU不穩汽油-2045小時18 FCCU-600 FCU不穩汽油-2000小時稀釋相FCU驟冷劑對FCCU石腦油氧化穩定性的作用續實施例 立管輸出溫度°F 稀釋相溫度°F 驟冷劑流體10 940 940 無11 941 903 LCCO12 940 940 無
13 941 903 LCCO14 1019 999 無15 1020 940 LCCO16 1019 939 LCCO17 1020 990 無18 1020 910 HCCO稀釋相FCU驟冷劑對FCCU石腦油氧化穩定性的作用續進料組合物 ASTMD-525%加氫處理的 % 穩定性實施例 %HVGO 粗柴油 殘余物 (分鐘)10 100 0 0 39511 100 0 0 61512 100 0 0 2513 100 0 0 2514 72 28 0 20015 78 22 0 22516 72 28 0 25017 52 32 16 7518 52 32 16 125前面的實施例10-18顯示了驟冷對產物穩定性的良好作用。
實施例19-48用循環油驟冷方法進行進一步的氧化穩定性試驗。產物從與圖2相似的催化裂解單位(FCCU500)中的兩個粗切旋風分離器中出來后馬上注入LCCO驟冷劑。產物從與圖12和13所示相似的催化裂解單位(FCCU600)中分離器(分離管)中的兩個內部粗切旋風分離器中出來后馬上注入HCCO驟冷劑。催化劑復合物系被包括于FCCU500和FCCU600中。立管輸出的權均溫度反映出每個單位(FCCU500和FCCU600)的進料流速及每個單位(FCCU500和FCCU600)的裂解溫度。從接受線路中的取樣點收集樣品從而測定LCN和HCN的穩定性。ULR與用抗氧劑添加物處理過的LCN和HCN摻合。條件和結果如下所示驟冷對含有FCCU產物石腦油的無鉛普通級(ULR)汽油的氧化穩定性的作用立管輸出溫度實施例 FCCU500 FCCU600 權均 加至催化劑復合物中的殘留百分數19 970 980 974 4.420 973 980 976 4.021 980 980 980 4.222 980 980 980 4.323 980 980 980 4.7平均 977 980 978 4.3誤差范圍 5 - 3 0.224 980 981 980 4.325 983 983 983 4.426 975 985 979 4.427 985 985 985 4.428 985 985 985 4.429 985 985 985 4.330 985 985 985 4.5
平均 983 984 983 4.4誤差范圍 4 2 3 0.1驟冷對含有FCCU產物石腦油的無鉛普通級(ULR)汽油的氧化穩定性的作用在ULR中 在ULR中的 在ULR中總實施例 的HCN% LCN% 的催化石腦油%19 50.3 14.5 64.820 49.8 19.2 69.021 56.5 14.0 70.522 58.0 14.7 72.723 56.0 9.2 65.2平均 54.1 14.3 68.4誤差范圍 3.8 3.5 3.424 55.3 13.6 68.925 55.6 11.3 66.926 54.4 9.5 63.927 59.3 14.4 73.728 54.3 14.7 69.029 48.5 17.8 66.330 59.0 11.7 70.7平均 55.2 13.3 68.5誤差范圍 3.6 2.7 3.2
驟冷對含有FCCU產物石腦油的無鉛普通級(ULR)汽油的氧化穩定性的作用ASTMD-525 在FCCU500中 在FCCU600中氧化穩定性 的LCCO驟冷 的HCCO驟冷實施例 ULR LCN HCN FCCU500 FCCU60019 530 120 225 是 否20 535 120 195 是 否21 465 9 000 是 否22 415 - - 是 否23 400 - - 是 否平均 469 110 207 是 否誤差范圍 63 17 16 - -24 710 110 ＞240 是 是25 740 135 105 是 是26 730 135 ＞240 是 是27 770 105 ＞300 是 是28 710 105 - 是 是29 825 120 ＞300 是 是30 725 - - 是 是平均 744 118 - 是 是誤差范圍 41 14 - - -
34 1010 1015 1012 6.435 1010 1015 1012 5.836 1010 1015 1012 5.537 1010 1015 1012 5.438 1010 1015 1012 5.439 1012 1015 1013 5.540 1012 1015 1013 5.741 1013 1016 1014 5.4平均 1011 1015 1012 5.8誤差范圍 1 0.2 1 0.542 1010 1020 1014 5.343 1010 1020 1014 5.344 1010 1020 1014 5.845 1010 1020 1014 6.046 1010 1020 1014 6.0驟冷對含有FCCU產物石腦油的無鉛普通級(ULR)汽油的氧化穩定性的作用在ULR中的 在ULR中的 在ULR中總的催實施例 HCN% LCN% 化石腦油%31 56.0 12.3 68.332 56.0 12.6 68.633 50.0 15.2 65.234 52.0 15.7 67.735 49.0 14.8 63.836 56.0 9.0 65.037 55.1 12.5 67.638 55.1 12.5 67.639 54.7 12.7 67.4
40 56.5 10.5 67.041 59.3 13.6 72.9平均 54.5 12.9 67.3誤差范圍 3.0 2.0 2.442 52.8 12.3 65.143 52.8 12.3 65.144 55.8 8.3 64.145 50.0 10.3 60.3驟冷對含有FCCU產物石腦油的無鉛普通級(ULR)汽油的氧化穩定性的作用氧化穩定性 在FCCU500 在FCCU600中 中ASTMD-525 LCCO驟冷劑 HCCO驟冷劑實施例 ULR LCN HCN FCCU500 FCCU60031 415 - - 有 無32 420 ＞240 ＞240 有 無33 395 - - 有 無34 330 - - 有 無35 340 - - 有 無36 355 - - 有 無37 335 - - 有 無38 320 - - 有 無39 340 90 - 有 無40 330 105 75 有 無41 335 90 135 有 無平均 335 - - 有 無誤差范圍 36 - - - -42 720 120 - 有 無43 720 105 ＞300 有 有44 825 105 ＞240 有 有45 710 105 ＞240 有 有46 710 105 ＞240 有 有實施例49-54在粗切旋風分離器的下游驟冷也減少二烯烴的得率。據信二烯烴(含有二個不飽和C-C鍵的分子)是已被確證為熱裂產物而不是催化裂解反應產物，它們在高溫的FCCU中形成或在FCCU中滯留時間過長而形成。通過降低分離區帶中的溫度，采用驟冷可減少二烯烴的得率。
C4二烯烴(丁二烯，特別是1，3丁二烯)被認為在異丁烷烷基化單位中對FCCU丁烯類繼續反應有害;它們造成酸性烷基化催化劑過于稀釋。
C5二烯烴包括，但不僅限于異戊烯，1，5-戊二烯和環戊二烯，它們同樣被認為是FCCU產物流中所不希望的產物，若C5FCCU產物加入異丁烷烷基化單位中，在此C5烴類流中的C5二烯烴可引起酸性烷基化催化劑過度稀釋。
可替換的是，含有C5和高分子量的二烯烴的FCCU產物流可摻入產物汽油中。在汽油中，二烯烴估計會引起產水的不穩定。含有兩個不飽和鍵的化合物反應活性高，它迅速與氧氣或其它物質反應形成不希望有的膠狀物。
因此，需要有一種少產生二烯烴的方法。使反應器稀釋相驟冷將減低二烯烴的得率。使汽油不穩定性的化學反應是復雜的。據信二烯烴是這些反應中的參與者，但若被實施例19-48中驟冷而涉及另外的分子化合物而不是二烯烴則可改善穩定性。
下面給出驟冷減少二烯烴得率的實例。試驗中有C5二烯烴存在。人們希望驟冷能同樣改變其它二烯烴的得率。
在與圖2相似的催化裂單位(FCCU500)中進行得率試驗。從離開分離管的蒸氣產物管中得到總的C5-430石腦油產物的樣品。
實施例50和51的樣品一個立管反應器停止運行時取出。另有一個立管反應器仍在工作，通過單個外部粗切旋風分離器排料至普通分離管中。
實施例49和52-54中的樣品在立管反應器同時工作時取出。來自兩個外部粗切旋風分離器的氣體產物馬上在其粗切旋風分離器下游用LCCO驟冷，然后使驟冷的物料源進入普通分離管中。
實施例49，52和54中每個立管反應器的比率是相同的，但都合適地分開，大致的比率為50/50。在實施例53中，驟冷劑的流動比率在A輸出口為2500b/d，B輸出口為4100b/d，總的為6600b/d。
這樣得到下列結果無驟冷劑的試驗裂解溫度新鮮原料 LCCO 新鮮原料的C5實施例 Temp B/D 驟冷劑 二烯烴體積49 1016°F(547℃) 73，500 0 0.2150 1027°F(553℃) 48，900 0 0.2251 1027°F(553℃) 48，900 0 0.17用LCCO驟冷劑的試驗裂解溫度新鮮原料 LCCO 新鮮原料的C5實施例 Temp B/D 驟冷劑 二烯烴體積52 1009°F(543℃) 80，600 7，000 0.0853 1019°F(548℃) 76，500 6，600 0.1154 1020°F(549℃) 74，600 6，300 0.11
在基本相同的裂解溫度下，采用LCCO驟冷使C5二烯烴得率減少約35-50%。
選擇驟冷劑為了有充足的加熱能力以有效地冷卻裂解的油產物使油產物的熱裂反降至最少并讓熱回收在分餾器的底部進行而不是在頂部，故驟冷劑的沸點為125°F(52℃)，最好至少為430°F(221℃)。合乎要求的是，驟冷劑的分子量應高于90以限制驟冷劑和油產物蒸發時總的膨脹體積為100%-120%，較好地為103%-105%或更少的無驟冷劑時油產物體積，即驟冷劑的體積膨脹應為0-20%催化裂解油體積，較好地為3%-5%催化裂解油體積或更少。此外，在900°F(482℃-1100°F(593℃)下分離管稀釋相區帶內停留時間為1-30秒內驟冷劑應是無反應活性的且對熱裂反應惰性。諸如LCCO、HCCO、HCN、焦化粗柴油和焦化裝置餾出液的先裂解過的烴類很適合用作驟冷劑，因為它們對熱裂解的反應性能比諸如直餾粗柴油和直餾石腦油的未加工過原料以及諸如加氫處理的瓦斯油和加氫處理過餾出液的加氫處理過原料的反應性要差。此外，驟冷劑較好地是沸點低于900F(482℃)，能在分離器中的稀釋相內完全氣化以便能有效地冷卻催化裂解產物并避免精煉設備的壁和管道焦化。
合乎要求的是驟冷劑減少了C2燃料氣體產物以便使催化裂解單位有較高工作溫度。
表A顯示出驟冷劑的種種性質。在此專利申請中LCCO也包括在沸點范圍內搭泵中間產物回流物，API重力及分子量與表A中所示LCCO相似的物質。
表A驟冷劑的性質標稱沸點 標稱API重力 平均分子量輕質催化 430-650°F 11-30 200-300循環油(LCCO) (221-343℃) 平均20 平均215重質催化循環 650-850°F 2-25 250-350(HCCO) (343-454℃) 平均10重質催化石 300-430°F 20-50 100-250腦油(HCN) (149-221℃) 平均35-40輕質焦化器 500-650°F 30-35 210-300粗柴油(LCCO) 平均526°F 平均34(260-343℃平均274℃)焦化蒸餾釜的 430-650°F 30-40 200-250餾出液 平均504°F 35 平均215(221-343℃)平均262℃煤油 320-530°F平均 400- 35-45 °F(160-277℃) 平均41 175平均 204-232℃加氫處理的 430-650°F 35-45 225-265餾出液 平均560°F 平均39.5 230(221-343℃)平均293
直餾粗柴油 650-1000°F 21-32 300-400(VGO) (343-538)℃ 平均25 平均350重質直餾 300-350°F 40-60 100-250石腦油 平均325°F 50 150(149-117℃)平均 163℃輕質直餾石腦油 125-175°F 60-80 70-150平均150°F 70 125(LVN) (52-79℃)平均66℃加氫處理的粗柴油 650-1000°F 24-35 300-400(343-538℃) 平均29 平均350辛烷化的油 700-1200°F -4和+10 400-600平均900°F 平均+2 平均500(371-649℃)平均482℃殘留物 1000-1600°F 0-20 300-1000(538-871℃) 平均12 平均700(H2O) 212°F 平均10 18(100℃)驟冷包括將一種流體，較好是將一種液體注入催化裂解單位，較好地是馬上注入至粗切分離器(旋風分離器)的下游以停止反應。通常來說，一種優秀的驟冷過程1)通過有效地降低有價值產物進行熱裂解反應而產生最經濟的效益，有價值產物的熱裂解反應常在催化裂解基本完成后發生。
2)使運轉中副效應減至最小。
3)使實用耗費最小。
雖然許多流體可用作驟冷劑，但由于驟冷過程很復雜，極選擇驟冷劑材料和選擇驟冷劑的器具是不簡單的也不是顯而易見的。在一方面杰出的流體可能在另一方面則不被接受。
驟冷流體冷卻并稀釋了FCC立管產物并減少了熱產物的得率。圖7和8顯示了種種驟冷劑冷卻產物流的能力，即顯示了不同流體的相對冷卻能力。驟冷的產物溫度繪圖來表示驟冷劑加入量的作用。圖7中的LCCO/CAT表示在催化劑從油產物中粗分出來前就注入LCCO。用百分比表示的驟冷添加物是驟冷流體與產物蒸氣重量比率。驟冷流體的熱容量及其蒸發熱(若是液體)會影響冷卻能力。水是非常有效的，每加入1%(重量)則冷卻20°F。烴類也是有效的，每加入1%(重量)約可冷卻7°F。由于水蒸氣已經蒸發故效果較差(加入1%(重量)冷卻4°F)在移去催化劑前冷卻產物要求極大量的驟冷流體，因為催化劑保留著大量的熱量且催化劑的存在量很大(典型地是油重的6倍)。雖然水提供了良好的冷卻，但它的缺陷抵銷了這一優點。
表B驟冷劑相對的熱產物濃度驟冷劑 C2燃料氣體分子量 裂解能力 濃度 減少%(重量)水 18 0.00 0.737 0.263 78.0烴烴 106 0.36 0.846 0.154 69.4烴 114 0.59 0.856 0.144 68.0烴 130 1.37 0.871 0.129 64.3烴 201 0.65 0.913 0.087 65.7烴 216 1.06 0.918 0.082 64.0烴 245 2.46 0.927 0.073 60.8
烴 339 1.05 0.946 0.054 63.1烴 365 1.71 0.950 0.050 62.1烴 414 3.96 0.956 0.044 59.1加入驟冷劑液體使產物溫度降低，并稀釋立管中產物的濃度從而減少燃料氣體。立管產物(及烴類驟冷劑)的熱降解速度率視溫度在系統中的殘留時間、蒸氣的濃度及材料的干擾反應性(熱裂解能力)而定。降低立管產物濃度可以減慢驟冷流體本身由于較低熱裂解能力而產生的降低速度而不是立管產物降解。表B提供了在1000F(538℃)下立管產物最初的相對摩爾濃度以及將占產物約15%(重量)比率的各種不同分子量的驟冷流體注入后驟冷劑的濃度。在表B和下表中，C2燃料氣體的減少與烴產物瞬間冷卻至1000°F(538℃)-900°F(482℃)、滯留時間為約13秒。驟冷流體(注入時間液體)根據分子量不同而使膨脹體積不同)。最小的分子量膨脹最大，從而最大地稀釋了立管產物。表B根據實驗室實驗評估了C2-燃料氣體的減少，表B也包括驟冷流體有關的熱反應性。有低分子量的驟冷液體其C2-燃燒氣體生成最少，因為C2-燃燒氣體有熱降解的傾向，條件是驟冷流體本身應對熱裂解敏感性低。
驟冷劑的穩定性是重要的，不穩定的驟冷物質要求過量取代物是本身也促進C2-生成。表B包括種種流體的熱穩定性。從種種驟冷劑流體的實驗室試驗中測量其熱穩定性(裂解性)。表中的值與重質催化石腦油相關，該石腦油與立管產物性質很相似。當然非烴類的水不會裂解極其性能可作為烴類的指標。具有低裂解性的烴就提供出了令人滿意的性能。
在驟冷中混合時間也是一個重量的因素。當驟冷劑流體注入熱產物蒸氣內，驟冷劑和產物蒸氣必須盡快混合以便以最快速度冷卻。兩種物料流混合不充分就使熱反應要有額外的時間進行。用噴霧嘴注入驟冷劑流體可形成極小的液滴，能很快地分散并蒸發。
表C是根據對LCCO驟冷劑做實驗所得的結果，它表明混合時間對減少熱產物的作用。
表C對LCCO驟冷劑而立冷卻時間對減少燃燒氣體的作用產物溫度冷卻時間(秒) 驟冷劑產物% C2-燃燒氣體(重量) 減少%1000°F 1 15 92.4(538℃)1000°F 5 15 64.0(538℃)1200°F 1 60 92.4(649℃)1200°F 5 60 69.5(649℃)在選擇合適的驟冷劑時蒸氣膨脹是一個重要的因素。蒸氣化的驟冷劑進入產物回收系統它必須與方法設備相符并能得到控制。驟冷劑流體選擇不合適可導致立管排料流出受到干擾。并妨礙催化劑從產物蒸氣中分離出來，引起產物分餾器的有效運轉遭受干擾，為了使這類干擾減至最小，驟冷劑流體成為蒸氣時應形成最小膨脹以避免不穩定和極端的壓力水平。圖9顯示了對于種種驟冷劑液體、驟冷產物流體積與只是產物流的體積比作為驟冷溫度下降的功能。圖9中的符號LCCO/CAT表示在催化劑從油產物中粗分出來以前LCCO驟冷劑就注入油產物中。因為大量驟冷劑加入來冷卻蒸氣且低分子量的所產生的大體積氣體，故氣體、水蒸氣和丙烷大為增加。水也基本上蒸發膨脹。用水驟冷的蒸氣的體積比單獨的產物蒸氣大20%。這個巨大的膨脹可能反作用地影響運行故應當避免。另一方面，液體烴只有幾乎中性的體積改變。對于液態烴而言，典型的是分子量足夠高結果氣體體積比水小。通過濃縮冷卻的產物使烴的膨脹被抵消，結果以體積計量的流動速率幾乎保持恒定。這個標準與低分子量稀釋產物蒸氣形成了對照。
實踐中對驟冷劑的用量有所限制。若驟冷劑用量增加則益處減少。另外立管產物溫度越高受益也最大。表D闡述了這一點。表中的每一對情況相應于加入驟冷劑的兩種水平。在1000°F(538℃)下雙陪驟冷劑只能減少45%的C2-得率。在1200°F(649℃)下增加4倍驟冷劑只得到30%改善。
表D驟冷前驟冷前驟冷后驟冷后驟冷劑與 C2-燃料氣體時間(秒) 溫度 時間(秒) 溫度 進料比% 減少%驟冷劑水 1 1000°F 12 950°F 2.33 71.2(538℃) (510℃)水 1 1000°F 12 900°F 5 99.3+(538℃) (482℃)LCCO 1 1000°F 12 950°F 7 64.0(538℃) (510℃)LCCO 1 1000°F 12 900°F 15 92.4(538℃) (482℃)LCCO 5 1000°F 8 950°F 7 43.9(538℃) (510℃)LCCO 5 1000°F 8 900°F 15 64.0(538℃) (482℃)水 1 1200°F 12 1100°F 5 74.3(649℃) (593℃)
水 1 1200°F 12 900°F 20 97.5(649℃) (482℃)LCCO 1 1200°F 12 1100°F 15 67.2(649℃) (593℃)LCCO 1 1200°F 12 900°F 60 92.4(649℃) (482℃)LCCO 5 1200°F 8 1100°F 15 45.8(649℃) (593℃)LCCO 5 1200°F 8 900°F 60 68.5(649℃) (482℃)在決定合適驟冷劑時焦化是另一個重要標準。形成焦化物的傾向高對驟冷劑流體是有害的。焦化沉積物可限制工藝流程而可被強迫停工，再生器內過量焦化物可能反作用也影響單位的熱平衡且不經濟。另一方面，通過使驟冷劑流體與分離管中稀釋區帶內的催化劑相互作用而減少焦化物，從而改善了單位焦化物的選擇性更經濟。
采用驟冷劑增加了實用耗費。優秀的驟冷劑液體可使這些耗費減至最少。耗費與下列情況有關補充損失的驟冷流體，泵驟冷劑流體;熱量回收不完全及失去;用作冷卻和熱水貯槽的水的要求;以及對臟水處理。
一些烴類驟冷物質可進行熱降解。C2-燃燒氣體是通過降解而產生。在表E采用計算機模式預言種種驟冷介質的性質對C2-粗產物減少的作用。降解產物的驟冷劑流體表明可減少C2-燃燒氣體。
表E驟冷物質性對預計使用性能的作用平均沸分子量相對熱裂驟冷劑 C2-燃燒氣體重力 點ABP°F 解能力 的濃度 減少%0.825 300 130 1.38 0.129 91.3
0.825 575 245 2.46 0.073 89.50.825 800 414 4.00 0.044 88.60.93 300 114 0.59 0.144 94.50.93 575 216 1.06 0.082 92.40.93 800 365 1.72 0.050 91.40.99 300 106 0.37 0.154 95.60.99 575 201 0.66 0.87 93.40.99 800 339 1.06 0.054 92.4加工水的耗費與采用烴流體作為驟冷物質幾乎完全不相關。當水作為驟冷劑時必須對水加工。采用加工過的水要另外的耗費。當水經過該方法后它就被污染了，必須對其處理以滿足控制污染的規定。
在選擇合適驟冷劑時熱回收也是一個重要的因素。大量的熱量被驟冷物質所吸收。在實際使用驟冷劑方法時該熱量必須以一有用的形式加以回收。一般來說，溫度越高，則熱回收越容易。因此高沸點的驟冷劑熱回收較好。在FCC催化裂解單位中，回收的熱量積累在產物分餾器系統。分餾器中低溫能量典型地在冷卻水中失去。物料流低于212°F(100℃)-350°F(177℃)的能量是不能回收的，因此，由于水在常壓下的沸點為212°F(100℃)且當其冷凝時大部分能量釋放出來，故從能量回收角度來看它是不良的驟冷介質。沸點只低于指標的驟冷劑溫度的流體可有最大的熱回收。
在表F中提出了一些俟選驟冷劑流體(LCCO、HCLO、HVGO、氣體、油、水的含與相應溫度的關系。熱量Q1、Q2、Q3、Q4表示其可吸收熱量在(a)625F(329℃)，以上(b)在625F(329℃)和475F(246℃)間，(c)在475F(246℃)和325F(163℃)間(d)在325F(163℃)和60F(16℃)間。優選的是在高溫吸收大量熱量(例如Q)的物質，在低溫吸附熱量(例如Q)是不優先的，表F中的物質依次是有驟冷介質性能的物質(1)HCCO，(2)LCCO，(3)瓦斯油，最后為水。驟冷產物溫度及每次驟冷對Q最高限制是900F(482℃)。在20psig(238kpa)壓力下測定值。
表FFCCU產物、驟冷流體及可得熱量的焓LCCO HCCO溫度 可得熱量 溫度 可得熱量°F BTU/LB BTU/LB °F BTU/LB BTU/LB1200 866.2 最大產物溶度 1200 811.5 最大產物溫度1174 846.9＜＝＝ 1174 793.3＜＝＝1125 810.5 1125 758.91050 756.1 1050 707.7975 703.3 975 657.8900 652.1 900 609.5825 602.7 825 562.9750 555.1 750 433.0＜＝＝ 液體675 508.4 675 384.0625 417.9 Q1＝234.2 625 353.7 Q1＝255.8600 372.6＜＝＝ 液體 600 338.6525 325.9 525 295.5475 296.4 Q2＝121.4 475 268.3 Q2＝85.4450 2881.7 450 254.7375 239.9 375 216.4325 313.8 Q3＝ 82.7 325 192.7 Q3＝ 75.6300 200.7 300 180.9225 164.5 225 148.4150 131.3 150 119.375 101.8 75 94.0
60 95.9 Q4＝ 117.9 60 88.9 Q4＝ 103.832 84.9 32 79.5表F(續)FCCU產物、驟冷流體及可得熱量的焓進料油(HVGO)粗柴油 水溫度 LCCO 可得熱量 溫度 可得熱量°F BTU/LB BTU/LB °F BTU/LB BTU/LB1200 925.6 最大產物溫度 1200 1639 最大產物溫度1174 904.5＜＝＝ 1174 1626＜＝＝1125 864.8 1125 16001050 805.3 1050 1500975 747.2 975 1522900 678.6 900 1483825 566.8＜＝＝ 水 825 1445750 509.6 750 1408675 454.5 675 1371625 419.2 Q1＝ 259.4 625 1347 Q1＝ 136.15600 401.5 600 1335525 350.7 525 1299475 318.4 Q＝ 100.8 475 1275 Q2＝ 72450 302.2 450 1263375 256.3 375 1227325 227.5 Q3＝ 90.9 325 1203 Q3＝ 72300 213.1 300 1191225 173.0 225 193150 136.3 150 11875 103.5 75 45＜＝＝ 液體60 96.9 Q4＝ 130.6 60 20 Q4＝ 1175
32 84.7 32 0驟冷物質的選擇表G中評估了一些驟冷劑流體。不同的精煉可用不同的驟冷材料以滿足特殊場合的特定要求。在下面檢查的流體中，LCCO最佳，HCCO其次。水有系列嚴重缺點。余下物質作為驟冷劑的吸引性依次減少。
表G侯選驟冷物質的評估驟冷劑 水 水蒸氣 丙烷 HCN LCCO HCCO冷卻能力 E P P A A A產物稀釋 E E E A G G穩定性 E E E G G G體積膨脹 P P P A E E焦化傾向 E E E E G F泵/轉送 G F F A A A熱回收 P P P F G E用水 P P E E E E廢物排除 P P E E E E關鍵詞P不良 F一般 A平均 G良好 E優秀表G(續)侯選驟冷物質的評估(HVGO)加氫處理 加氫處理過驟冷劑 DCO 粗柴油 煤油 過粗柴油 的LCCO冷卻能力 A A A A A
產物稀釋 F F A F A穩定性 G A A A A體積膨脹 E E E E E焦化傾向 P G E E E泵/轉送 A A A A A熱回收 E G G G G用水 E E E E E廢物排除 E E E E E關鍵詞P不良 F一般 A平均 G良好 E優秀新穎的催化裂解和驟冷方法和系統的優點是1.增加產品的價值及質量。
2.使有價值的烴類收得率更高。
3.產生更多的石腦油和成品汽油。
4.高輸出5.產物石腦油輸出更好，氧化穩定性更高。
6.減少熱裂解和產物降解從而使汽油過度裂解成乙烷和輕質燃料氣體的可能性降至最少。
7.降低石腦油產物中戊二烯組份。
8.產生更少的價值低的燃料氣體。
9.增加石腦油和最終汽油中的辛烷值。
10.經濟11.效率高12.有效雖然本發明闡述了一些實例，但應當明白該技術領域人員對其作出的種種修飾和替代則不違背本發明的精神和范圍。
權利要求
1.一種催化裂解方法，其特征在于它包括步驟使進料油置于催化裂解單位的反應器中，在裂解催化劑存在下使催化裂解產生精選油的催化裂解流動的產物流氣；以及使所述產物流在所述反應器的外部及下游處用驟冷劑驟冷，驟冷劑包括至少一個選自由輕質催化循環油、重質催化循環油、重質催化石腦油、煤油、焦化器餾出液、輕質焦化器粗柴油、加氫處理過的餾出液、新鮮未處理過的直餾粗柴油及新鮮未處理過的直餾石腦油所組成的組。
2.根據權利要求1所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述的進料油包括粗柴油;所述的驟冷再包括降低所述產物流的溫度，使所述產物流的熱裂解降到最小;以及將驟冷劑以每桶油料油的2%-20%量抽入所述的產物流中。
3.根據權利要求1所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述反應器包括立管反應器所述產物蒸氣在所述催化裂解基本完成后進行驟冷;所述的驟冷劑與所述的產物流相接觸，驟冷劑量為每桶原料油的5%-15%。
4.一種催化裂解方法，其特征在于它包括下列步驟在裂解催化劑存在下催化裂解原料油;在所述催化裂解基本完成后用烴類液體驟冷劑冷卻所述的催化裂解過的原料油以使所述催化裂解油熱裂解成燃料氣體的量降至最少，烴類液體驟冷劑的沸點高于水，分子量大于90，體積膨脹少于所述催化裂解油體積的20%。
5.根據權利要求4所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述驟冷劑對約482℃-593℃的熱裂反應是惰性的;所述的進料油的反應器中被催化裂解;所述的驟冷劑選自由預裂解烴、新鮮的未加工過的直餾原料及加氫處理的烴所組成的組;所述的催化裂解油通過所述的驟冷劑冷卻范圍為約17℃-111℃。
6.根據權利要求4所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述驟冷劑的體積膨脹率少于5%;所述驟冷劑改進了石腦油產物和汽油的氧化穩定性;所述驟冷劑的基本部分沸點至少為221℃之上且低于482℃，在稀釋相中基本上完全揮發。
7.根據權利要求4所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述的驟冷劑選自由輕質催化循環油、重質催化循環油、重質催化石腦油、焦化器粗柴油及焦化器餾出液所組成的組。
8.根據權利要求4所述的催化裂解方法，其特征在于它包括在粗切分離器中基本上使所述催化劑從所述催化裂解油中分離出來，粗切分離器有一蒸氣出口使產物輸出并在分離后在所述粗切分離器的產物輸出口附近將所述的驟冷劑注入催化裂解油內。
9.一種催化裂解方法，其特征在于它包括步驟在裂解催化劑的存在下催化裂解原料油在催化裂解單位中產生精選油，留下焦化的催化劑，催化裂解單位包括一個再生器和至少一個選自由立管反應器和流化床反應器所組成組的催化裂解反應器;將所述焦化的催化劑用粗切分離從所述的精油中分離出來;此后立即使所述的精選油驟冷以大大地降低精選油熱裂解成價值差的烴產物及輕質烴氣體;在再生器中使焦化的催化劑再生;使所述再生的催化劑再循環至所述的催化裂解反應器中。
10.根據權利要求9所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述的精選油用約2%-15%(體積)的進料油的驟冷劑進行驟冷;所述的驟冷劑系選自由輕質循環、重質循環油、重質催化石腦油和它們的組合所組成的組;所述驟冷發生在所述立管反應器的下游。
11.一種催化裂解方法，其特征在于它包括步驟使催化裂解進料油在催化裂解單位的反應器中于裂解催化劑存在下產生含有催化劑精選油的催化裂解過的流體物料流;在外部粗切分離器和分離管中使所述催化劑基本上從所述的精選油中分離出來;用驟冷劑在所述外部粗切分離器下游及所述分離管的上游部分使精選油驟冷，驟冷劑包括至少一個選自由輕質催化循環油、重質催化循環油、重質催化石腦油、煤油、焦化器餾出液、輕質焦化器粗柴油、加氫處理過餾出液、新鮮未處理過的直餾粗柴油和新鮮未處理過的直餾石腦油所組成的組;所述的驟冷劑以占每桶原料油2%-20%(體積)的量注入該物料流中。
12.一種催化裂解方法，其特征在于它包括步驟包括原油的基本脫鹽的石油;在爐子中加熱所述已脫鹽的原油;將所述加熱的原油泵至初級蒸餾塔中;將所述初級蒸餾塔中的加熱原油分離成石腦油、初級粗柴油和粗級粗殘油的物料流。將初級粗殘油泵至管式爐真空塔內;在所述的管式爐真空塔內使所述的初級粗殘油分離成潮濕氣體流、重質粗柴油和真空殘油;將包括所述初級粗柴油的原料油從所述的初級蒸餾塔中運送至催化裂解單位的垂直伸長的立管反應器內;將新鮮和再生的結晶裂解催化劑加至所述的立管反應器中;在裂解催化劑存在下于裂解催化劑條件下在所述的立管反應器中使進料油經催化裂解產生含有廢催化劑的催化裂解油的精選的流動產物流;在所述立管反應器下游有一外部粗切分離器，在此之中對所述焦化催化劑作粗分離使大量所述的廢焦化催化劑從所述產物蒸氣中分離出來;在所述產物蒸氣從所述外部分離器中輸出后馬上用循環油驟冷劑注入產品流氣中以使所述產物流熱裂成價值差的烴變得最少，從而共同增加了石腦油的得率，即從根本上增加了汽油的形成，所述的驟冷劑包括選自由輕質催化循環油和重質催化循環油所組成的組，所述的驟冷劑以每桶進料油5%-15%(體積)量注入產物流中;將所述驟冷的產物流轉運至分離管上端的稀釋相內;在所述分離管的稀釋相部分中至少在一個內部旋風分離器里將大量殘留的廢焦化的催化劑細粉從驟冷的產物流中分離出來;在所述分離管的氣提部分使揮發烴類從所述焦化的催化劑中氣提出來;經過所述的氣提的焦化催化劑則進入所述催化裂解單位的再生器中;將空氣注入再生器中;在空氣存在下于所述的再生器內對廢催化劑上的焦化物基本燃燒掉而使之再生;使再生的催化劑再循環至所述的立管反應器內;在分餾器內將裂解油分離成輕質烴類氣體、催化石腦油、包括輕質催化循環的和辛烷油的催化循環油;在外部旋風分離器和所述流化床反應器間有驟冷劑注入管存在，再循環的催化循環油從分離器到注入管內以用作所述的驟冷劑。
13.一個催化裂解單位，其特征在于它包括;一個豎直延長的立管反應器，用作在裂解催化劑存在下催化裂解進料油以產生催化裂解的精品流動產物流，留下焦化的催化劑，所述的立管反應器有一個上端部分和下端部分;一個與所述立管反應器的上端部分相連且相通的外部粗切分離器，位于如所述立管反應器上端部分其高度和所述立管反應器的頂部相近并和立管反應器的頂部離開一段距離的相似升提的位置，它用來使所述焦化催化劑從催化裂解中分離出來;一個豎直的分離管用來使大量殘留的焦化催化劑從所述的催化裂解油中分開，所述的分離管有一個帶有至少一個內部分離器的上端稀釋相區帶，一個下端濃厚相區帶以及有氣提器的氣提部分;產品管在所述的外部分離器和所述管的上端稀釋相部分之間延伸出來并與之相連;廢的催化劑管在所述外部分離器和分離管的下端濃厚部分延伸出來并與之相連;再生器包括一個管容器、用來轉運焦化催化劑至再生器的豎直提伸管道、與所述提伸管道相同的空氣注入器用來注入空氣以促進所述焦化的催化劑燃燒，以及一個與所述立管反應器相連的再生催化劑管用來將再生催化劑轉運至所述的立管反應器內;以及與所述輸入管相連和相通的循環油驟冷劑注入管，它用來將在所述催化裂解油從立管反應器上部的外部分離器導出，且已從催化劑中粗分離后但在進入分離管前將包括催化循環油的驟冷劑注入所述的催化裂解油中以增加石腦油的得率并大大降低所述油產物蒸氣的熱裂解，所述的包括循環油驟冷劑系選自由輕質催化循環油和重質催化循環油所組成的組中，所述的循環油驟冷劑管包括基本垂直的輕質循環油注入器用來將所述驟冷劑基本垂直向下注入輸入器或它與參照垂直線成15°-45°的傾斜角以增加所述驟冷劑與所述產物相混合。
14.一種催化裂解方法，其特征在于它包括下列步驟在催化裂解單位的反應器中在裂解催化劑存在下催化裂解進料油以產生包含催化劑的精選油的催化裂解流出物的物料流;在分離管的內部粗切分離器中使所述催化劑從所述的精選油中分離出來，所述的粗切分離器包括選自由慣性旋風分離器和倒罐分離器所組成組的慣性分離器;在所述分離管中用驟冷劑使在所述內部粗切分離器的下游精選油驟冷，驟冷劑包括至少一個選自由輕質催化循環油、重質催化循環油、重質催化石腦油、煤油、焦化器餾出液、輕質焦化器粗柴油、加氫處理過的餾出液、新鮮未加工過的直餾粗柴油和新鮮未處理過的直餾石腦油所組成的組，所述的驟冷劑以每桶進料油的2%-20%量注入所述蒸氣中。
15.一種催化裂解方法，其特征在于它包括下列步驟包括原油為基本脫鹽石油;在爐中加熱所述脫鹽的原油;將所述加熱原油泵至初級蒸餾塔中;在所述的初級蒸餾塔中將加熱原油分離成石腦油初級粗柴油和初級殘油的物料流;將所述初級殘油泵至管式爐真空塔;在所述管式爐真空塔中使所述初級殘油分離成潮濕氣體、重質瓦斯油和真空殘油;將包括殘油的進料油從初級蒸餾塔中運送至催化裂解單位中豎直延伸的立管反應器;將新鮮的及再生的結晶裂解催化劑加至立管反應器中;在所述立管反應器中有所述裂解催化劑存在下于催化裂解條件下使所述的原料油催化裂解以產生含有廢焦化催化劑的催化裂解油精選流動產物的物料流;在分離管稀釋相部分的內部粗切分離器中使大量所述廢焦化催化劑從所述產品蒸氣中分離出來，該分離器在所述立管反應器的下游，它使所述焦化催化劑從所述產物蒸氣中粗分出來;在所述產物流從內部分離器中出來后馬上注入循環油驟冷劑使所述產物流驟冷以使所述產物蒸氣熱裂成低價值烴減為最少并共同增加石腦油的得率，且大大增加汽油產生，所述的驟冷劑包括選自由輕質催化循環油和重質催化循環油所組成組，所述的驟冷劑以每桶進料油的約5%-15%(體積)的量注入;在所述分離管的所述稀釋相部分中至少一個內部旋風器中從所述驟冷產物流中分離出大量殘留的廢催化劑細粉;在所述分離管的氣提部分從焦化的催化劑中氣提出揮發烴類;將所述氣提過的焦化催化劑運至所述催化裂解的單位中的再生器中;將空氣注入所述再生器中;在空氣存在下于所述再生器中使廢催化劑上的焦化物基本燃燒而使催化劑再生;使再生催化劑再循環至立管反應器中;以及將所述驟冷催化裂解油經一分離器分餾成輕質烴氣體，催化石腦油，催化循環油它包括輕質催化循環油辛烷化的油以及;來自所述分餾器中的輕質催循環油再循環至分離器中用作所述的驟冷劑。
16.根據權利要求12或15所述的催化裂解方法，其特征在于它包括將一些殘油加至所述立管反應器中作為進料油的部分以包括重質催化循環油的驟冷劑部分。
17.根據權利要求12或15所述的催化裂解方法，其特征在于其中的輕質催化循環油被注入所述進料油中作為所述驟冷劑的一個至少部分。
18.根據權利要求15所述的催化裂解方法，其特征在于其中所述分離包括使從所述立管反應器中出來的流動產物流撞擊在倒罐分離器的頂板上，使其經過所述倒罐分離器的底部開口處排出分離過的催化劑，分離過的催化裂解油通倒罐分離器產品出口的至少一個窗口排出;所述驟冷包括在所述倒罐分離器窗口附近噴入所述循環油。
19.一種催化裂解單位，其特征在于它包括一個豎直延伸立管反應器，它用作在裂解催化劑存在下催化裂解原料油以產生催化裂解的油精選的流動產物流，留下焦化催化劑，所述的立管反應器有一個上端部分和下端部分;一個豎直的分離管，它與所述的立管反應器相連，它用來從所述催化裂解油中分離出大量的焦化催化劑，所述的分離管有一帶有至少一個內部旋風分離器的上端稀釋相區帶，一個下端濃厚相區帶以及有氣提器的氣提部分;一個內部粗切分離器，它位于所述分離管的稀釋相區帶中，用來使所述焦化催化劑從所述催化裂解油中粗分出來，所述內部粗切分離器限定了一個蒸氣口作為油出口并有一個端部分的催化劑出口;再生器包括管容器、豎直延伸提升管道是用來將焦化催化劑從所述分離管轉運至所述再生器中，一個空氣注入器與提升管道相通并用來注入空氣并促進焦化的催化劑燃燒，與所述立管反應器相連的再生催化劑管用來將再生催化劑運送至所述立管反應器中;至少一條用于驟冷的循環油注入管延伸入所述分離管的內部且基本上與所述內部粗切分離器的油出口套準用來在所述的內部粗切分離器的油輸出處使已粗分掉催化劑的所述催化裂解油出去后注入包括循環油的驟冷劑以增加石腦油的得率，且基本降低油產物流的熱裂解，所述的包括循環油的驟冷劑選自油輕質催化循環油和重質催化循環油所組成的組。
20.根據權利要求19所述的催化裂解單位，其特征在于其中所述的循環油驟冷劑管相對于從分離管中伸出的垂直參照管成15°-90°斜角，這樣可基本上使所述驟冷劑回流量減至最少。
21.根據權利要求19所述的催化裂解單位，其特征在于其中所述的再生器位于分離管下方，所述的催化裂解單位包括基本水平的管道，它是將立管反應器頂部與所述內部粗切旋風器相連。
全文摘要
在催化裂解方法中提供有效的驟冷以降低熱裂解。為了增加產品得率，采用特定的驟冷劑在特定的位置注入。在實例中，驟冷劑馬上在粗切反應器的下游注入油產物中。驟冷劑包括循環油。
文檔編號C10G11/18GK1055380SQ9110197
公開日1991年10月16日 申請日期1991年3月26日 優先權日1990年3月26日
發明者喬治·帕屈克·昆因, 賴利·威弗瑞·克魯斯, 托馬斯·J·吉哈德, 約翰·邁克爾·福高克, 詹姆斯·弗朗西斯·莫斯白 申請人:阿莫科公司