專利名稱：柴油基礎(chǔ)油料最大化的催化裂化方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及使柴油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量最大化的催化裂化方法，其包括在至少一個(gè)上 流式流化床反應(yīng)器中的裂化反應(yīng)步驟、分離裂化烴和催化劑的步驟、分餾裂化烴的步驟和 使結(jié)焦催化劑再生的步驟。本發(fā)明還涉及用于實(shí)施所述方法的裝置，該裝置可包括一個(gè)或 更多個(gè)上流式反應(yīng)器。
背景技術(shù)：
近幾年來，提供FCC (流化催化裂化)技術(shù)許可的煉油廠和公司已經(jīng)致力于優(yōu)化這 些方法和相應(yīng)設(shè)備的操作。該優(yōu)化最初集中在輕質(zhì)液化氣產(chǎn)品(或LPG:液化石油氣)、石 腦油和汽油的生產(chǎn)上，這些產(chǎn)品基本上符合由輕質(zhì)烯烴聚合生產(chǎn)聚合物的市場或者符合輕 型和重型機(jī)動(dòng)車車隊(duì)的大多數(shù)燃料消耗。在該類型的操作中，柴油基礎(chǔ)油料的生產(chǎn)仍然有 限。由于汽車市場顯著發(fā)展并且柴油類產(chǎn)品的消耗大量增加，因此使煉油廠的生產(chǎn)轉(zhuǎn) 向柴油基礎(chǔ)油料的生產(chǎn)變得日益必要，首先有必要限制汽油的生產(chǎn)。通常，這些煉油廠配備 有FCC設(shè)備，能夠?qū)⑦@些設(shè)備轉(zhuǎn)換為有利于柴油生產(chǎn)的設(shè)備是勢在必行的。FCC工藝的特定 特征在于同時(shí)生產(chǎn)輕質(zhì)液化氣、石腦油、汽油、稱為LCO(輕循環(huán)油)的柴油基礎(chǔ)油料、無法 同樣使用的稱為HCO(重循環(huán)油)的重質(zhì)高級(jí)芳烴基礎(chǔ)油料以及尤其可用于鋪路組合物中 且更經(jīng)常用作重質(zhì)燃油的基礎(chǔ)油料的烴漿料或淤漿。在本發(fā)明的上下文中，目的是在流化床或FCC催化裂化設(shè)備中使柴油基礎(chǔ)油料的 產(chǎn)量最大化，同時(shí)限制汽油產(chǎn)量、最大化或保持輕質(zhì)氣體或LPG的量并且限制漿料的形成， 而無需徹底改變現(xiàn)有FCC設(shè)備的結(jié)構(gòu)。本發(fā)明致力于現(xiàn)有FCC設(shè)備或者甚至新設(shè)備的現(xiàn)代 化，而不顯著改變設(shè)備的基本組件。在現(xiàn)有技術(shù)中，習(xí)慣上以汽油最大化或轉(zhuǎn)化最大化的模式操作這些設(shè)備，以從源 自原油蒸餾的石油級(jí)分中，優(yōu)選從真空餾出物和/或常壓或真空渣油中生產(chǎn)大部分汽油， 任選對這些級(jí)分單獨(dú)地或作為混合物進(jìn)行加氫處理。為了在流化床催化裂化設(shè)備中提高來自這些相同原料的對應(yīng)于145 400°C溫度 區(qū)間的餾出物的數(shù)量和質(zhì)量，必須降低設(shè)備中的轉(zhuǎn)化水平，十六烷測量結(jié)果是由此生產(chǎn)的 餾出物的質(zhì)量特征。不幸的是，本領(lǐng)域技術(shù)人員已知，降低催化裂化設(shè)備的轉(zhuǎn)化不可避免 地導(dǎo)致生產(chǎn)出大量可用性較低的稱為HCO(重循環(huán)油)的重質(zhì)產(chǎn)品和/或漿料，即通常在 330°C以上，優(yōu)選350°C以上餾出的任意分子。HCO級(jí)分通常對應(yīng)于350 450°C區(qū)間，而漿 料對應(yīng)于450°C以上或450°C +的餾出級(jí)分。因此，為了改變反應(yīng)器中的轉(zhuǎn)化，可以調(diào)節(jié)催化劑的活性以及由此改變其在上流 式反應(yīng)器(提升管)中在催化反應(yīng)溫度下轉(zhuǎn)化烴原料的效力。對于本領(lǐng)域技術(shù)人員而言， 可采用兩個(gè)變化方案-使具有中等或低的比表面積(例如低于110m2/g)的低活性催化劑在設(shè)備中循 環(huán)，以利于原料的最重組分的底部轉(zhuǎn)化并且限制原料的轉(zhuǎn)化，但是干氣和液化氣或LPG的產(chǎn)率過低(通常低于15%)，-或者使用市售酸性催化劑，例如目前為使汽油產(chǎn)量最大化而使用的那些催化劑， 通過結(jié)焦改變催化劑的有效表面積，以在向反應(yīng)器中引入新鮮原料之前使催化劑活性降低 從而限制其轉(zhuǎn)化。該第二變化方案通常是優(yōu)選的，原因在于其它的較低轉(zhuǎn)化的催化劑在市場上不可 得或不再能得到。為了改變流化床反應(yīng)器內(nèi)的催化劑團(tuán)(catalytic mass)在原料注入點(diǎn)的活性，已 經(jīng)考慮將至少一種部分結(jié)焦的催化劑流，優(yōu)選將兩種催化劑流在不同的速率和溫度下注入 上流式反應(yīng)器中，第一種催化劑流基本上由再生催化劑形成，第二種催化劑流由結(jié)焦催化 劑形成。這一種流或這兩種流構(gòu)成具有受控活性的催化劑團(tuán)，當(dāng)與原料接觸時(shí)，所述催化劑 團(tuán)允許為了期望的餾出物選擇性而優(yōu)化原料的裂化。例如，IFP的專利US7008527描述了通過在反應(yīng)器的底部共軸布置的管將再生催 化劑分段進(jìn)料至上流式反應(yīng)器，所述催化劑保持標(biāo)準(zhǔn)的循環(huán)模式，如在常規(guī)FCC設(shè)備中那 樣。如在常規(guī)FCC設(shè)備的流程圖中那樣，位于提升管底部的第一催化劑引入?yún)^(qū)用于確保汽 油和柴油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量以及由常規(guī)FCC設(shè)備生產(chǎn)的其它級(jí)分的產(chǎn)量。在上流式反應(yīng)器 中，再生催化劑的第二進(jìn)料的位置高于第一進(jìn)料，再生催化劑的第二進(jìn)料與特定原料接觸， 并且在某些操作條件下，用于促成取決于所述附加特定原料的附加活性，導(dǎo)致更完全的裂 化反應(yīng)，從而導(dǎo)致烯烴的產(chǎn)量增加和餾出物的形成減少。惰性流體的注入用于冷卻進(jìn)行中 的反應(yīng)，并且最重要的是阻止裂化反應(yīng)機(jī)制且同時(shí)有利于生產(chǎn)丙烯。Chevron的專利US 4 417 974提出一種通過使用位于提升管內(nèi)且與提升管基本 共軸布置的管來裂化催化劑減活混合料的方法。在溫和裂化條件下，該管共同進(jìn)料一部分 的再生催化劑和烴原料，原因在于中心管內(nèi)的溫度為400 500°C，從而限制催化劑的結(jié) 焦。在共軸管外流動(dòng)的其余部分的催化劑與在提升管壁處注入的含有附加的催化劑減活混 合料的主要原料接觸。從中心管以及從環(huán)形部分流出的具有相同密度的催化劑流在上流式 反應(yīng)器的相對高位處匯合。催化劑減活混合料由沸點(diǎn)高于600°C的烴餾分和已經(jīng)裂化的再 循環(huán)烴組成，這些混合料具有高濃度的浙青質(zhì)以及含氮和含硫化合物。Mobil的專利EP0180291描述了一種方法，其包括在上流式反應(yīng)器底部的兩個(gè)連 續(xù)空腔中分離新近再生的催化劑。具有文氏管形狀的第一區(qū)允許原料與一部分新近再生的 催化劑接觸，該第一區(qū)也有利于在反應(yīng)器中的催化劑加速和油蒸發(fā)。其余部分的再生催化 劑然后被分隔在文氏管外。在第一區(qū)中，發(fā)生催化劑的部分減活和油的蒸發(fā)，然后向該區(qū)中 注入原料。離開文氏管之后，蒸發(fā)的油和部分減活的催化劑再次接觸第二區(qū)中的仍然很熱 且活性的催化劑，并且裂化反應(yīng)繼續(xù)進(jìn)行。此處的目的在于使局部過熱(通過過度裂化、通 過原料的蒸發(fā)增加而產(chǎn)生焦炭)最小化，以促進(jìn)諸如汽油和較輕產(chǎn)品的輕質(zhì)產(chǎn)品、干氣和 LPG的產(chǎn)量。中國石油的專利FR 2829143描述了一種通過將重油和輕油引入填充有相同再生 催化劑的兩個(gè)不同但同心的空腔中而能夠同時(shí)處理這兩種原料的催化裂化方法，所述反應(yīng) 器具有雙管形狀。同前述專利一樣，其目的在于使汽油級(jí)分的產(chǎn)量最大化。

發(fā)明內(nèi)容
與上述方法和裝置不同，本發(fā)明的一個(gè)目的在于使柴油基礎(chǔ)油料的形成最大化， 以滿足對于柴油類產(chǎn)品的新市場需求，同時(shí)使汽油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量最小化。此外，所述目的 不在于改變現(xiàn)有反應(yīng)器的結(jié)構(gòu)，而是在于通過較小的改動(dòng)來改變其操作模式，從而在任何 時(shí)候都可以回到最高汽油產(chǎn)量。此外，旨在使柴油基礎(chǔ)油料或中間餾分最大化的操作必須 無損于輕質(zhì)級(jí)分例如液化氣的產(chǎn)量，同時(shí)盡可能地限制汽油的產(chǎn)量。本發(fā)明因此涉及一種用于使柴油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量最大化的催化裂化方法，其包括 在上流式流化床反應(yīng)器中的裂化反應(yīng)步驟、分離裂化烴和結(jié)焦催化劑的步驟、分餾裂化烴 的步驟和使結(jié)焦催化劑再生的步驟，其中將烴原料注入上流式反應(yīng)器中的催化劑團(tuán)上，所 述催化劑團(tuán)由通過使至少一部分催化劑在同一上流式反應(yīng)器中結(jié)焦而部分減活的催化劑 構(gòu)成，使得離開所述反應(yīng)器的流出物的反應(yīng)溫度(或TRX)為470 600°C。該結(jié)焦可以在 注入原料之前或注入原料之后立即進(jìn)行。在本發(fā)明的上下文中，在分離器中進(jìn)行的分離步驟是指同時(shí)或依次用來分離氣態(tài) 裂化流出物與催化劑顆粒和/或細(xì)粒并且汽提催化劑的步驟。當(dāng)汽提催化劑時(shí)，仍存在于 催化劑上或其內(nèi)的輕餾分例如在蒸汽的作用下被轉(zhuǎn)移。本發(fā)明的第一個(gè)優(yōu)點(diǎn)是其對于現(xiàn)有設(shè)備的適用性，包括對其進(jìn)行有限的改動(dòng)，同 時(shí)使用市場上可得到的催化劑，通常是高度活性且使汽油產(chǎn)量最大化的催化劑。第二個(gè)優(yōu)點(diǎn)是其可逆性由于使用相同的設(shè)備和相同的催化劑，因此如果市場趨 勢逆轉(zhuǎn)的話，總是能夠逆轉(zhuǎn)該變化而再次使汽油最大化。因而可以使用具有微孔和介孔的 酸催化劑，其中微孔比表面與介孔比表面之比為1到6，優(yōu)選1到4，最優(yōu)選3到4?？梢岳肂ET方法(Brunauer Emmet et Teller)測量比表面。第三個(gè)優(yōu)點(diǎn)在于保持了干氣和液化氣的產(chǎn)量，特別是丙烯的產(chǎn)量。第四個(gè)優(yōu)點(diǎn)是可以消耗沸點(diǎn)高于350°C的混合料，即消耗HCO和漿料。第五個(gè)優(yōu)點(diǎn)在于盡管反應(yīng)溫度低(通常為470 515°C )，但設(shè)備的熱平衡得以 保持。相反，在最大化汽油產(chǎn)量模式中，對于給定的酸性催化劑而言，反應(yīng)溫度極少低于 525°C。但是，如果使用活性極低的催化劑，則所需的反應(yīng)溫度會(huì)更接近于600°C而不是 490 "C。為達(dá)到該反應(yīng)溫度，根據(jù)本發(fā)明的第一方法是將沸點(diǎn)等于或高于350°C的至少一 種烴混合料注入在至少一部分再生催化劑上，該部分被由內(nèi)部裝置限定的至少一個(gè)區(qū)所限 制。在烴混合料中，在分餾步驟中回收通過裂化反應(yīng)產(chǎn)生的HCO和/或漿料，以使至少一部 分再生催化劑在被位于反應(yīng)步驟的上流式反應(yīng)器的底部的所述內(nèi)部裝置限定的至少一個(gè) 區(qū)中結(jié)焦。部分催化劑先結(jié)焦然后與再生催化劑混合，由此用來控制催化劑團(tuán)上的殘余碳 含量或CRC (再生催化劑上的碳)，因此控制其活性并最終控制注入上流式反應(yīng)器中的烴原 料的轉(zhuǎn)化速率。如果這種催化劑的預(yù)結(jié)焦是使用標(biāo)準(zhǔn)烴原料例如與注入在部分結(jié)焦的催化劑團(tuán) 上的原料相同的原料來進(jìn)行的，則其仍在本發(fā)明的范圍內(nèi)。在一個(gè)優(yōu)選的實(shí)施方案中，特別期望HCO循環(huán)不只是通過預(yù)結(jié)焦而限制催化劑的 轉(zhuǎn)化，而且因?yàn)槠渚哂懈玫馁|(zhì)量以及具有更高的裂化潛力。這是因?yàn)橛傻娃D(zhuǎn)化裂化產(chǎn)生 的HCO含有約15 40重量％，優(yōu)選20 30重量％的高LCO潛力，并且產(chǎn)生較大體積的LCO。已采用的內(nèi)部裝置的用途是用來限定其中不同的烴類可以在嚴(yán)格但受控的條件 下進(jìn)行轉(zhuǎn)化的區(qū)。例如，可以在高于525°C的反應(yīng)溫度以及在5 20或甚至更高的C/0比 (催化劑與油的重量比或者催化劑-油重量比)下使用再生的市售催化劑。這些嚴(yán)格的條 件有利于HCO和/或漿料型原料在催化劑上結(jié)焦，這是因?yàn)榻固坎糠值馗采w催化劑的活性 位點(diǎn)，從而以受控的方式降低其活性。結(jié)焦催化劑和在將烴原料注入上流式反應(yīng)器中之前 從由內(nèi)部裝置限定的第二區(qū)中流出的催化劑的各自量的調(diào)節(jié)用來使裂化條件更溫和，同時(shí) 使得主要為LCO的餾出物的產(chǎn)量最大化。該結(jié)焦和未結(jié)焦催化劑顆粒的量的調(diào)節(jié)用于在接 觸原料的所有催化劑團(tuán)的顆粒上獲得0.2 0.7的平均殘余碳系數(shù)(或CRC)。結(jié)焦原料的 類型是標(biāo)準(zhǔn)的，并且通常由真空渣油(RSV)、來自原油的常壓餾出物(RAT)和/或真空輕油 (VGO)組成。也可以包括由原油轉(zhuǎn)化產(chǎn)生的任何烴類衍生物和/或任何生物質(zhì)衍生物。獲得與以上類似的平均CRC系數(shù)的另一方法是將在分離步驟過程中分離并隨后 汽提的部分結(jié)焦催化劑在等于或低于反應(yīng)溫度的溫度下，在烴進(jìn)料注入點(diǎn)的上游、該注入 點(diǎn)處和/或其下游返回到上流式反應(yīng)器中。在其中烴循環(huán)具有350°C以上的沸點(diǎn)的構(gòu)造中，通過調(diào)節(jié)循環(huán)速率、該循環(huán)的組成 和/或操作條件C/0和TRX來獲得催化劑的受控結(jié)焦。在本發(fā)明的該實(shí)施方案中，結(jié)焦催化劑的存在用于通過稀釋已存在于反應(yīng)器中的 催化劑的作用來降低在原料注入點(diǎn)處的催化劑的活性。在待裂化的烴原料注入點(diǎn)處或其上游處，該循環(huán)允許部分催化劑預(yù)結(jié)焦。在下游 處，優(yōu)選接近原料注入點(diǎn)的下游處，允許通過提高注入點(diǎn)處的催化劑和原料的混合溫度來 更好地蒸發(fā)原料；即固體MTC (混合溫度控制)效應(yīng)。如果該催化劑循環(huán)與沿著上流式反應(yīng)器在原料注入點(diǎn)的上游、該循環(huán)的下游或上 游的多股不同烴級(jí)分的注入合并，則仍在本發(fā)明的范圍內(nèi)。結(jié)焦催化劑可以通過外部循環(huán)或通過內(nèi)部循環(huán)而循環(huán)。外部循環(huán)包括使來自分離 器的結(jié)焦催化劑在其被再次注入的上流式反應(yīng)器的外部循環(huán)。內(nèi)部循環(huán)通過結(jié)焦催化劑在 上流式反應(yīng)器中的內(nèi)部回流而發(fā)生，所述結(jié)焦催化劑被注入，而不使結(jié)焦催化劑在所述反 應(yīng)器的外部循環(huán)。在這兩種情況下，循環(huán)通過提高原料的C/0和蒸發(fā)而有利于底部轉(zhuǎn)化，如 果放置在其下游的話。其確保催化劑在反應(yīng)器壁發(fā)生部分預(yù)結(jié)焦，裂化烴在反應(yīng)器中心被 加速。為進(jìn)一步促進(jìn)MTC效應(yīng)，必須通過在外部循環(huán)上放置冷卻器和/或在結(jié)焦催化劑汽 提時(shí)注入汽油型液體來降低循環(huán)催化劑的溫度。作為替代方案，在結(jié)焦催化劑汽提時(shí)注入 汽油型液體也適用于內(nèi)部循環(huán)。本發(fā)明的另一實(shí)施方案是結(jié)合這兩種作用的效果。因而，部分的再生催化劑任選 在內(nèi)部裝置的存在下，利用至少一種沸點(diǎn)等于或高于350°C的烴混合料在原料注入點(diǎn)的上 游處結(jié)焦，并且在分離器中所回收的一部分結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑在上流式反應(yīng)器中被送 到原料注入點(diǎn)的上游、該注入點(diǎn)處和/或下游。如果幾種不同類型的級(jí)分被注入到原料的 上游，則仍在本發(fā)明的范圍內(nèi)。對于本領(lǐng)域技術(shù)人員而言，很容易想到通過仔細(xì)調(diào)節(jié)操作條件、反應(yīng)溫度、催化劑 循環(huán)或者甚至注入或循環(huán)進(jìn)入上流式反應(yīng)器中的烴的分壓，以使餾出物的產(chǎn)量最大化。本 領(lǐng)域技術(shù)人員能夠通過控制烴混合料的流量和循環(huán)結(jié)焦催化劑的量來調(diào)節(jié)催化劑的結(jié)焦，
7以調(diào)節(jié)上流式反應(yīng)器中的原料裂化條件。通常，目標(biāo)裂化條件對應(yīng)于0.2 0.7的平均CRC 以及低于5、優(yōu)選約4的C/0。在一個(gè)優(yōu)選的實(shí)施方案中，1 100%的350°C以上的餾分烴(通常為在分餾步驟 的出口回收的HCO和漿料級(jí)分)在上流式反應(yīng)器的底部處所引入的1 100重量％的再生 催化劑上循環(huán)。如果使用新制原料本身，則仍在本發(fā)明的范圍內(nèi)。在本發(fā)明的另一實(shí)施方案中，該方案可以與前一方案結(jié)合，1 75重量％的在分 離步驟中回收的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑在原料注入點(diǎn)的上游、該注入點(diǎn)處和/或下游循環(huán) 至上流式反應(yīng)器。為了保持或甚至提高液化氣和干氣的產(chǎn)率，將至少一種沸點(diǎn)低于160°C的級(jí)分 注入到上流式反應(yīng)器中的原料注入點(diǎn)上游處的再生催化劑上。優(yōu)選地，將由輕質(zhì)汽油或 LCN(輕質(zhì)裂化石腦油)構(gòu)成的這些循環(huán)物注入上流式反應(yīng)器的一部分中，此處的裂化條件 是最嚴(yán)格的。通常，那里的反應(yīng)溫度遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于525°C，并且C/0比遠(yuǎn)遠(yuǎn)高于通常在不顯著降低 催化劑活性的情況下(因?yàn)樗鼈儺a(chǎn)生很少的焦炭)使這些級(jí)分的轉(zhuǎn)化最大化所用的C/0比。為提高本發(fā)明方法的裂化能力并且最重要的是最優(yōu)地控制原料的裂化，本發(fā)明方 法包括在上流式反應(yīng)器中的附加裂化步驟，該步驟與第一反應(yīng)步驟并行進(jìn)行。在該第二上 流式反應(yīng)器中，沸點(diǎn)等于或低于160°C、優(yōu)選低于145°C的烴級(jí)分和/或沸點(diǎn)等于或高于 330°C、優(yōu)選高于350°C的烴級(jí)分，在源自再生器的再生催化劑上循環(huán)。這些烴級(jí)分選自催 化裂化設(shè)備本身的分餾產(chǎn)生的級(jí)分以及來自原油轉(zhuǎn)化和/或蒸餾設(shè)備的級(jí)分，包括源自生 物質(zhì)的級(jí)分。優(yōu)選地，在第一原料裂化步驟之后的分餾步驟中回收的這些級(jí)分中的一部分 (它們的用途很少或者是不期望的)循環(huán)進(jìn)入并注入第二反應(yīng)步驟的上流式反應(yīng)器中。這 些烴級(jí)分的裂化條件可根據(jù)循環(huán)的烴混合料的類型而改變C/0比可為4 20，甚至20以 上，反應(yīng)溫度為470 650°C。本發(fā)明的另一目的是用于實(shí)施所述方法的設(shè)備，包括配備有置于反應(yīng)器的底部且 接近再生催化劑入口的內(nèi)部裝置的至少一個(gè)上流式反應(yīng)器、裂化流出物和結(jié)焦催化劑的 分離器、再生器和分餾裝置，這些不同的裝置連接成允許流體和/或催化劑在這些裝置之 間流動(dòng)，包括用于在內(nèi)部裝置中使沸點(diǎn)等于或低于160°C的烴級(jí)分和/或沸點(diǎn)等于或高于 350°C的烴級(jí)分循環(huán)到上流式反應(yīng)器中的管線和/或用于使存在于分離器中的結(jié)焦催化劑 循環(huán)到上流式反應(yīng)器的裝置。所述內(nèi)部裝置可以設(shè)置在所述反應(yīng)器內(nèi)的原料注入器的上游處。在一個(gè)實(shí)施方案中，根據(jù)本發(fā)明的設(shè)備可以包括用于在內(nèi)部裝置中使沸點(diǎn)等于或 高于350°C的烴級(jí)分循環(huán)到上流式反應(yīng)器中的管線和/或用于使存在于分離器中的結(jié)焦催 化劑循環(huán)到上流式反應(yīng)器的裝置，其中所述內(nèi)部裝置設(shè)置在所述反應(yīng)器內(nèi)的原料注入器的 上游處。在另一實(shí)施方案中，根據(jù)本發(fā)明的設(shè)備可以包括用于使沸點(diǎn)等于或高于350°C的 烴級(jí)分循環(huán)到上流式反應(yīng)器中的管線和用于使沸點(diǎn)等于或低于160°C的烴級(jí)分在內(nèi)部裝置 中循環(huán)的管線，和/或用于使存在于分離器中的結(jié)焦催化劑循環(huán)到上流式反應(yīng)器的裝置， 其中所述內(nèi)部裝置設(shè)置在所述反應(yīng)器內(nèi)的原料注入器的上游處。在又一實(shí)施方案中，根據(jù)本發(fā)明的設(shè)備可以在所述內(nèi)部裝置處包括用于使沸點(diǎn)等 于或高于350°C的烴級(jí)分循環(huán)到上流式反應(yīng)器中的管線和用于使沸點(diǎn)等于或低于160°C的烴級(jí)分循環(huán)到上流式反應(yīng)器的管線，和/或用于使存在于分離器中的結(jié)焦催化劑循環(huán)到上 流式反應(yīng)器的裝置，其中所述內(nèi)部裝置設(shè)置在所述反應(yīng)器內(nèi)的原料注入器的上游處。在第一實(shí)施方案中，內(nèi)部裝置位于上流式反應(yīng)器中以限定隔室(X)，其橫截面為上 流式反應(yīng)器的橫截面的10 90%，其長度為0. 5m至所述上流式反應(yīng)器高度的一半。優(yōu)選地，內(nèi)部裝置包括與上流式反應(yīng)器共軸放置的管和/或固定在上流式反應(yīng)器 中且與其軸平行的至少一個(gè)隔板，優(yōu)選兩個(gè)平行和/或交叉的板。在本發(fā)明設(shè)備的一個(gè)實(shí)施方案中，沸點(diǎn)等于或低于160°C的烴級(jí)分和/或沸點(diǎn)等 于或高于350°C的烴級(jí)分的一條或多條循環(huán)管線終止在上流式反應(yīng)器的底部、所述隔室 (X)的內(nèi)部或外部。根據(jù)另一個(gè)實(shí)施方案，所述設(shè)備包括用于使在分離器中結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑內(nèi) 部循環(huán)或外部循環(huán)到上流式反應(yīng)器的裝置。第一循環(huán)裝置為用于使來自分離器的結(jié)焦且 經(jīng)汽提的催化劑循環(huán)到上流式反應(yīng)器中的外部管線。該循環(huán)管線到達(dá)上流式反應(yīng)器中的 原料注入器的上游、該注入器處和/或其下游，該管線任選配備有冷卻器(催化劑冷卻器 (catcooler))。如果利用通過一種或多種烴液的催化劑驟冷裝置來代替該冷卻器或者添加 該催化劑驟冷裝置，則仍在本發(fā)明的范圍內(nèi)。用于使結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑循環(huán)的第二裝置是使用其上端壁包括至少一個(gè)具 有任選可變尺寸的開孔00)的上流式反應(yīng)器，該開孔例如利用旋塞閥或任何其它系統(tǒng)形 成。這些開孔用于將所述結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑從所述分離器的致密床直接送入上流式反 應(yīng)器中，因?yàn)樵谠摳叨忍幏蛛x器中的壓力高于反應(yīng)器頂部的壓力。根據(jù)本發(fā)明的一個(gè)補(bǔ)充實(shí)施方案，所述設(shè)備包括與第一上流式反應(yīng)器平行放置的 第二反應(yīng)器，其經(jīng)由第一管線通過其下部與再生器連接并經(jīng)由第二管線通過其上部與分離 器連接。該第二反應(yīng)器包括餾出物注入管線，以任選分段的方式沿所述反應(yīng)器設(shè)置。作為 提示，這些餾出物主要是低沸點(diǎn)烴級(jí)分和高沸點(diǎn)餾出物，例如在分餾設(shè)備中獲得的不期望 的烴級(jí)分的循環(huán)。


為便于理解本發(fā)明設(shè)備的滿意操作所需的各個(gè)要素，提供圖1到6，但其不構(gòu)成限 制性意見。圖1為包括上流式反應(yīng)器的設(shè)備圖，所述上流式反應(yīng)器包括溫度在350°C以上的 HCO和/或漿料類的重質(zhì)烴循環(huán)。圖2為包括部分的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑從分離容器到上流式反應(yīng)器的外部循 環(huán)的設(shè)備圖，HCO和/或漿料型重質(zhì)產(chǎn)物的循環(huán)布置是任選的。圖3為包括部分的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑從分離容器到上流式反應(yīng)器的內(nèi)部循 環(huán)的設(shè)備圖，HCO和/或漿料型重質(zhì)產(chǎn)物的循環(huán)布置是任選的。圖4是包括與第一反應(yīng)器平行的第二上流式反應(yīng)器的設(shè)備圖，其具有輕質(zhì)汽油 (LCN)型產(chǎn)品以及HCO和/或漿料型重質(zhì)產(chǎn)品的循環(huán)布置。圖如 5(1示出適于限定能夠在新鮮原料注入點(diǎn)的上游處向其中注入一個(gè)或更多 個(gè)烴級(jí)分的一個(gè)或更多個(gè)不同區(qū)的多個(gè)內(nèi)部裝置的截面圖。圖6清楚地示出仍存在于催化劑上的碳對其催化活性的影響。此處提出的本發(fā)明是基于這些觀察，說明催化活性的下降與殘余碳的存在有關(guān)。在圖1中，本發(fā)明的設(shè)備為示意性的FCC設(shè)備，其包括上流式反應(yīng)器(1)、包括汽提 器(2a)和氣/固分離器Ob)的裂化產(chǎn)物和結(jié)焦催化劑分離器(2)、再生器(3)和經(jīng)由管 線(5)進(jìn)料來自分離器O)的流體的分餾設(shè)備G)。將來自分離器O)的結(jié)焦催化劑經(jīng)由 管線(6)送到再生器(3)，并將離開再生器(3)的再生催化劑經(jīng)由管線(7)送到上流式反應(yīng) 器(1)的底部。共軸管(9)形式的內(nèi)部裝置被置于反應(yīng)器(1)的底部，接近反應(yīng)器(1)中 的再生催化劑經(jīng)由管線(7)的入口(8)處，該管(9)用于分隔兩股不同的催化劑流，即在管 (9)中的內(nèi)部流和在管(9)的外壁與反應(yīng)器(1)的內(nèi)壁之間的環(huán)形流。在反應(yīng)器(1)中的 原料注入高度為在管(9)上方的附圖標(biāo)記(10)處。在分餾設(shè)備(4)的出口處示出用于排出各種裂化流出物的管線，重質(zhì)HCO和漿料 流出物被單獨(dú)地或以混合物形式分別經(jīng)由管線(lib)和(Ila)以及管線(12b)和(12a)轉(zhuǎn) 移到管(9)內(nèi)或者管(9)與反應(yīng)器(1)的內(nèi)壁之間的環(huán)形部分中。從分餾設(shè)備(4)流出的 輕質(zhì)汽油或LCN的一部分經(jīng)由管線(13)在用于使催化劑在反應(yīng)器(1)中上升的蒸汽注入 器(但在圖1中未示出)的高度處循環(huán)到反應(yīng)器(1)的底部。優(yōu)選地，重質(zhì)HCO型流出物經(jīng)由管線(12a)在環(huán)形空腔中循環(huán)并且輕質(zhì)級(jí)分經(jīng)由 管線(12b)在管(9)內(nèi)循環(huán)，原料在管(9)的周邊以及其上方注入。圖2主要示出來自分離器O)的結(jié)焦催化劑經(jīng)由管線(14)至反應(yīng)器(1)的外部 循環(huán)，在管線(14)上可以任選安裝冷卻器(15)，經(jīng)冷卻的催化劑可以經(jīng)由管線(14a)和 (14b)被再次引到原料注入器(10)的下游、或者與其齊平處或者上游。圖2表明重質(zhì)和輕 質(zhì)產(chǎn)品的循環(huán)與結(jié)焦催化劑至反應(yīng)器(1)的外部循環(huán)同時(shí)進(jìn)行是可行的。圖3示出用于結(jié)焦和經(jīng)汽提的催化劑從分離器(2)至反應(yīng)器(1)的上部的內(nèi)部流 動(dòng)或內(nèi)部循環(huán)的裝置。這里，反應(yīng)器(1)的一部分置于分離器O)的內(nèi)部，與其軸同心或 偏心。在反應(yīng)器(1)的完全浸沒在分離器( 底部的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑致密床 的部分中，在反應(yīng)器(1)的上端壁處提供一個(gè)或更多個(gè)開孔(20)，所述結(jié)焦且經(jīng)汽提的催 化劑被除去氣態(tài)烴流出物。這些開孔足夠大以允許結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑顆粒進(jìn)入反應(yīng) 器(1)中。這些開孔00)優(yōu)選位于在分離器O)中的結(jié)焦催化劑的汽提和/或流化注入 器(未示出)上方，通常為環(huán)形，用于在結(jié)焦催化劑床中分配蒸汽或輕質(zhì)烴以從顆粒中帶走 和分離仍被捕獲在結(jié)焦顆粒上的裂化烴，以及降低它們的溫度。由于催化劑床在該高度處 被極好地流化，因此完全去除烴流出物的催化劑顆粒可以經(jīng)由這些開孔容易地返回到反應(yīng) 器，在該高度處的分離器中的壓力高于上流式反應(yīng)器在開孔處的壓力。為了促進(jìn)該步驟，可以在蒸汽或流出物注入器02)上方增加特定的填料 (packing)或粒子以及汽化流出物分配裝置(21)，該裝置圍繞反應(yīng)器(1)的頂部末端。一個(gè)或更多個(gè)孔00)可以具有固定的尺寸或者可變的開孔，例如由一個(gè)或更多 個(gè)閥例如旋塞閥型的閥控制，以及具有在分離器(2)外部的啟動(dòng)器(未示出)，以調(diào)節(jié)在反 應(yīng)器(1)中流動(dòng)的催化劑的C/0和CRC。圖4示出例如在前圖中描述的設(shè)備，其中增加第二上流式反應(yīng)器(16)以經(jīng)由管線 (17)接收來自再生器(3)的再生催化劑，并且其中在反應(yīng)器(16)頂部的結(jié)焦催化劑經(jīng)由管 線(18)被直接傳送到分離器O)中。在分餾出口(4)處的一部分輕質(zhì)和重質(zhì)流出物的循 環(huán)分別經(jīng)由管線(19a)和(19b)被傳送到反應(yīng)器(16)中。
根據(jù)這些不同的圖，本發(fā)明設(shè)備的一個(gè)優(yōu)選實(shí)施方案是使用內(nèi)部裝置，例如以管 (9)的形式與上流式反應(yīng)器(1)共軸布置的內(nèi)部裝置。但是，根據(jù)本發(fā)明的內(nèi)部裝置的其 它示例性構(gòu)造示于圖如到5(1中。這些構(gòu)造包括，例如由不對稱地位于反應(yīng)器(1)的軸附 近并且與其軸平行的相互平行的兩塊板(31，32)(圖5a)；與反應(yīng)器(1)同心的管(33)(圖 5b)；在反應(yīng)器(1)的軸心上且與其軸平行的單塊板(34)(圖5c)或者甚至與反應(yīng)器的軸平 行但交叉的兩塊板(31,3 (圖5d)形成的裝置。這些裝置在此處旨在形成一個(gè)或更多個(gè) 隔室(X) (9)，所述隔室(X)的橫截面對應(yīng)于上流式反應(yīng)器(1)的橫截面的10 90%并且 其長度為0. 5m至所述上流式反應(yīng)器(1)的高度的一半。如果所述裝置為內(nèi)管，則重質(zhì)流出 物循環(huán)管線終止于所述管(9)的底部，在所述管(9)內(nèi)或者由反應(yīng)器(1)和所述管(9)的 外部所限定的環(huán)形空間內(nèi)。應(yīng)當(dāng)理解，可以使多種烴級(jí)分在由選定裝置限定的各個(gè)部分中 循環(huán)，例如在每一個(gè)部分中循環(huán)一種烴級(jí)分。為了保持或甚至提高干氣和LPG的產(chǎn)量，或者甚至限制重質(zhì)流出物、HCO和漿料的 產(chǎn)量，有利的是，在圖1、2或3所示的設(shè)備中添加第二反應(yīng)器(16)，所述第二反應(yīng)器(16)與 第一反應(yīng)器(1)平行放置，經(jīng)由管線(17)通過其下部與再生器(3)連接以及經(jīng)由管線(18) 通過其上部與分離器(2)連接，并且包括用于循環(huán)餾出物的入口管線(19a，19b)，這些管線 沿著所述反應(yīng)器布置，用于低沸點(diǎn)餾出物的循環(huán)管線放置在用于高沸點(diǎn)餾出物的循環(huán)管線 的上游。圖6示出在不同操作條件下CRC的重量百分比的增加對反應(yīng)器中原料的轉(zhuǎn)化水平 的影響。在本發(fā)明的上下文中，在原料注入高度處，通過反應(yīng)器中結(jié)焦催化劑的存在獲得該影響。在以下說明書中，為了說明將基本上設(shè)計(jì)用來生產(chǎn)汽油的FCC設(shè)備轉(zhuǎn)變?yōu)榛旧?生產(chǎn)柴油基礎(chǔ)油料的設(shè)備所提出的改動(dòng)的效力，給出實(shí)施例。實(shí)施例1該實(shí)施例示出在以最大化汽油模式操作的常規(guī)催化裂化設(shè)備和以最大化餾出物 模式操作的具有一個(gè)或兩個(gè)上流式反應(yīng)器的根據(jù)本發(fā)明改進(jìn)的催化裂化或FCC設(shè)備之間 獲得的比較結(jié)果。這對應(yīng)于現(xiàn)有FCC設(shè)備的改進(jìn)，其處理預(yù)先加氫處理的真空餾出物原料并且使用 普通的酸性催化劑(來自Albemarle的產(chǎn)品)，其中微孔比表面與介孔比表面之比等于2。為提高餾出物的產(chǎn)量，同時(shí)最小化輕質(zhì)汽油的產(chǎn)量，改變FCC的操作條件以及在 初級(jí)分餾中產(chǎn)生的流出物的截止點(diǎn)(cutting point)。無論設(shè)備的構(gòu)造以及操作條件如何， 催化劑都不變。已經(jīng)提出具有對應(yīng)于本發(fā)明特征的構(gòu)造(XI和X2)的設(shè)備的兩種操作。第一構(gòu)造Xl是由圖1和2中類型的單一反應(yīng)器構(gòu)成。第二構(gòu)造X2包括適于達(dá)到最大餾出物產(chǎn)量的第二上流式反應(yīng)器，如圖4所示。對 于這種情況，對催化裂化設(shè)備進(jìn)行的改變更為廣泛，有必要改動(dòng)/改變位于FCC設(shè)備下游的 分餾(4)和后處理設(shè)備。還對于使設(shè)備的最大化汽油(El)操作優(yōu)先的基本情況，以及對于其中在不改變 構(gòu)造(主要通過降低反應(yīng)溫度)的情況下餾出物產(chǎn)量優(yōu)先的設(shè)備的操作(Dl)，進(jìn)行了兩個(gè) 對比試驗(yàn)。在下表I和II中給出設(shè)備的結(jié)果和操作條件。在這些表中，“基礎(chǔ)”值是參考值，本發(fā)明的收益與該值進(jìn)行比較。
表 I
ElDlXlX2原料時(shí)間/小時(shí)級(jí)分的最終勒&點(diǎn)最終點(diǎn)LCN 最終點(diǎn)HCN 最終點(diǎn)LCO 最終點(diǎn)HCO 初始點(diǎn)漿料0C 0C 0C 0C 0C157 218 299 398 398+153 214 303 415 415+145 210 400 455 455+145 210 395 460 460+循環(huán)位置 總循環(huán)流量 類型Wt/小時(shí)無無主貼器 50 LCN+HCO專用第2反 應(yīng)器 120 LCN+HCO操作糾c/o主恥器-6.55.75.85.7TRX0CT0C /致密相 (=T ReG)0C715706692697O2富集 濕空氣吹掃Nm3/小時(shí) 小時(shí)00 ^8 +715009000第二反應(yīng)器c/o TRX笫二M器0Cnanana15 614主要M器的原料Wfe4/小時(shí)J^+120na:不適用的表II
El I DlXlΧ2設(shè)備的產(chǎn)品收率干氣 C3 C4 LPG% % % %3.0% 8.0% 14.0% 22.0%2.5% 7.0% 11.0% 18.0%2.5% 8.0% 13.0% 21.0%3.2% 7.5% 11.8% 19.3%LCN HCN LCO HCO 漿料% % % % %產(chǎn)H尹O W O O O ^ ^ ^ ^ ^ 5 P37.0% 13.0% 12.0% 9.0% 3.5%23.6% 15.3% 27.4% 2.3% 3.0%8.8% 18.0% 34.7% 7.3% 2.9%潘、J^·%5.0%5.0%5.0%6.0%標(biāo)準(zhǔn)轉(zhuǎn)化率%81%77%68%62%產(chǎn)品性能HCN十六烷 LCO十六烷 HCO十六烷ASTM D4737 ASTM D4737 ASTM D473721.6 16.3 14.722.6 22.7 19.523.8 29.5 17.426.3 36 27.715°C的漿料密度kg/11.0961.0471.0220.984
從表I和II中可以清楚地看到，由于原料轉(zhuǎn)化水平的降低以及初級(jí)分餾中截止點(diǎn) 和不期望的級(jí)分至反應(yīng)區(qū)的循環(huán)的改變，可以使餾出物的產(chǎn)量最大化并且使?jié){料和汽油的 產(chǎn)量最小化，同時(shí)與基礎(chǔ)情況相比在密度和十六烷值方面保持等同或者甚至改善的產(chǎn)品質(zhì)量。實(shí)施例2 基于在測試設(shè)備上獲得的結(jié)果，該實(shí)施例示出不同組的產(chǎn)率，其可以針對專門由 常壓渣油組成的原料以操作條件和從分離器循環(huán)的催化劑的使用以及未轉(zhuǎn)化餾分的循環(huán) 為函數(shù)而獲得。催化劑為用來從重質(zhì)常壓渣油型原料生產(chǎn)用于汽油生產(chǎn)的常規(guī)催化劑(微孔比 表面與介孔比表面之比等于1，總表面積=1 IOmVg, Ni = 3000ppm重量以及V = 5000ppm 重量)。原料為常壓渣油，其沸點(diǎn)為330 730°C，密度為928. ^ig/m3，康拉遜(Comradson) 殘?zhí)紴?.9重量％。在該實(shí)施例中，例1對應(yīng)于汽油操作模式，其有利于輕質(zhì)汽油和重質(zhì)汽油以及液 化氣(LPG)的生產(chǎn)。這是該對比的參比例。例2描述了在餾出物模式下的操作，考慮操作條件的改變，與例1進(jìn)行比較。這代 表在設(shè)備沒有任何改變的情況下用于提高餾出物產(chǎn)率的技術(shù)手段，這里主要參數(shù)是反應(yīng)溫 度(TRX)降低23°C。標(biāo)準(zhǔn)轉(zhuǎn)化的下降，定義為100-(LC0+漿料的產(chǎn)率)，是10個(gè)百分點(diǎn)。對 于液體轉(zhuǎn)化(LPG+輕質(zhì)汽油+重質(zhì)汽油+LCO =可用產(chǎn)品的總和)，僅有3個(gè)百分點(diǎn)。這也 導(dǎo)致餾出物，即LCO+重質(zhì)汽油的總和，增加5個(gè)百分點(diǎn)，主要是由于輕質(zhì)汽油的減少所致。 其它結(jié)果是僅在小程度上可利用的漿料的增加(+5. 5個(gè)百分點(diǎn))。例3對應(yīng)于例2，其中來自分離器的一部分催化劑(該催化劑由于CRC高而被視 作低活性催化劑)已經(jīng)循環(huán)到反應(yīng)器中以降低與原料接觸的催化劑的總活性。通過循環(huán)約 30重量％，催化劑混合物的平均Δ結(jié)焦為0.35重量％。這用來使標(biāo)準(zhǔn)轉(zhuǎn)化在該例中降低 12個(gè)百分點(diǎn)(對于液體轉(zhuǎn)化為8)。餾出物中2. 6個(gè)百分點(diǎn)的增加仍然顯著，盡管比從例1 變?yōu)槔?的增加要小。另一方面，在漿料方面的不利結(jié)果變得非常高(+10個(gè)點(diǎn))。例4為例3的重復(fù)，其中增加第二反應(yīng)器以處理過量漿料，此處為在例3中產(chǎn)生 的漿料的83%，使得漿料的全部輕餾分(350 460°C )和部分重餾分的循環(huán)優(yōu)先。第二 提升管的條件設(shè)置為有利于該循環(huán)的轉(zhuǎn)化，其中使用完全再生的催化劑并且C/0為10，反 應(yīng)溫度為565°C。循環(huán)結(jié)果是漿料產(chǎn)率下降(與例3相比，-12. 8個(gè)百分點(diǎn)，甚至與例2相 比，也-2. 9個(gè)百分點(diǎn))，或者對于43. 8個(gè)百分點(diǎn)的最終餾出物產(chǎn)率，分別比例1和例2增加 14. 4和9. 4個(gè)百分點(diǎn)。而且，這用來與汽油模式相比保持液體轉(zhuǎn)化。催化劑和漿料循環(huán)的組合以及操作條件嚴(yán)格性的降低，使得可以在不改變截止點(diǎn) 的情況下，調(diào)節(jié)FCC設(shè)備在最大化汽油模式和最大化餾出物模式之間的選擇性。表III
權(quán)利要求
1.一種用于使柴油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量最大化的催化裂化方法，包括在上流式流化床反應(yīng) 器中的裂化反應(yīng)步驟、分離裂化烴和結(jié)焦催化劑的步驟、分餾所述裂化烴的步驟和使所述 結(jié)焦催化劑再生的步驟，其中將烴原料注入上流式反應(yīng)器中的通過在同一上流式反應(yīng)器中 使至少部分催化劑預(yù)先結(jié)焦而部分減活的催化劑上，使得離開所述反應(yīng)器的流出物的反應(yīng) 溫度為470 600°C，所述預(yù)先結(jié)焦通過將至少一種沸點(diǎn)等于或高于350°C的烴混合料注入 在至少一部分再生催化劑上來進(jìn)行，所述再生催化劑被通過內(nèi)部裝置限定的至少一個(gè)區(qū)所 限制，所處理的所述烴原料從所述反應(yīng)器的內(nèi)部裝置的上游注入。
2.根據(jù)權(quán)利要求1的方法，其中在所述分離步驟中分離且隨后汽提的所述結(jié)焦催化劑 的一部分在等于或低于所述反應(yīng)溫度的溫度下在所述烴原料注入點(diǎn)的上游、該注入點(diǎn)處和 /或下游直接返回到所述上流式反應(yīng)器中。
3.根據(jù)前述權(quán)利要求中任一項(xiàng)的方法，其中所述再生催化劑的一部分在所述原料注入 點(diǎn)的上游處通過至少一種沸點(diǎn)等于或高于350°C的烴混合料進(jìn)行結(jié)焦，并且其中在所述分 離器中回收的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑的一部分也在所述原料注入點(diǎn)的上游、該注入點(diǎn)處和 /或下游被送至所述反應(yīng)器中。
4.根據(jù)權(quán)利要求2到4中任一項(xiàng)的方法，其中在所述分餾步驟的出口處產(chǎn)生的至少一 種沸點(diǎn)等于或高于350°C的烴混合料中的1 100%在所述上流式反應(yīng)器的底部處引入的 再生催化劑中的1 100重量％上循環(huán)。
5.根據(jù)前述權(quán)利要求中任一項(xiàng)的方法，其中在所述分離步驟中回收的1 75重量％的 所述結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑在所述原料注入點(diǎn)的上游、該注入點(diǎn)處和/或下游循環(huán)到所述 上流式反應(yīng)器中。
6.根據(jù)前述權(quán)利要求中任一項(xiàng)的方法，其中將至少一種沸點(diǎn)低于160°C的級(jí)分在所述 原料注入點(diǎn)的上游處注入所述上流式反應(yīng)器中的再生催化劑上。
7.根據(jù)前述權(quán)利要求中任一項(xiàng)的方法，包括在上流式反應(yīng)器中的附加裂化反應(yīng)步驟， 所述附加裂化反應(yīng)步驟與第一催化步驟并行操作，并且其中沸點(diǎn)等于或低于160°C且優(yōu)選 低于145°C的烴級(jí)分和/或沸點(diǎn)等于或高于330°C且優(yōu)選高于350°C的烴級(jí)分在再生催化劑 上循環(huán)。
8.根據(jù)權(quán)利要求7的方法，其中所述烴級(jí)分選自通過分餾步驟和來自原油轉(zhuǎn)化和/或 蒸餾設(shè)備產(chǎn)生的流出物，包括源自生物質(zhì)的級(jí)分。
9.根據(jù)權(quán)利要求7和8中任一項(xiàng)的方法，其中在該第二上流式反應(yīng)器中的操作是在C/ 0為4 20且反應(yīng)溫度為470 650°C的嚴(yán)格裂化條件下進(jìn)行的。
10.一種用于實(shí)施根據(jù)權(quán)利要求1到9中任一項(xiàng)所述的裂化方法的設(shè)備，包括配備有 原料注入器和布置在所述反應(yīng)器的底部且接近所述再生催化劑入口的內(nèi)部裝置(9)的至 少一個(gè)上流式反應(yīng)器(1)、裂化流出物和結(jié)焦催化劑的分離器O)、再生器(3)和分餾裝置 G)，這些不同的裝置連接成允許流體和催化劑在它們之間流動(dòng)，包括用于使沸點(diǎn)等于或高 于350°C的烴級(jí)分在置于所述反應(yīng)器內(nèi)的原料注入器上游的所述內(nèi)部裝置(9)處循環(huán)到所 述上流式反應(yīng)器中的至少一個(gè)管線(1 ，12b)，并且還包括用于使沸點(diǎn)等于或低于160°C 的烴級(jí)分循環(huán)的管線，和/或用于使存在于所述分離器O)中的結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑在 原料注入點(diǎn)(10)的上游、該注入點(diǎn)處和/或下游處循環(huán)到所述上流式反應(yīng)器(1)中的裝 置。
11.根據(jù)權(quán)利要求10的設(shè)備，其中所述內(nèi)部裝置(9)布置在所述上流式反應(yīng)器中，以限 定隔室(X)，所述隔室(X)的橫截面為所述上流式反應(yīng)器的橫截面的10 90%，其長度為 0. 5m到所述上流式反應(yīng)器的高度的一半。
12.根據(jù)權(quán)利要求10和11中任一項(xiàng)的設(shè)備，其中所述內(nèi)部裝置(9)包括與所述上流式 反應(yīng)器(1)共軸布置的管和/或固定在所述上流式反應(yīng)器(1)中且與其軸平行的至少一個(gè) 隔板，優(yōu)選兩個(gè)平行和/或交叉的板。
13.根據(jù)權(quán)利要求10到12中任一項(xiàng)的設(shè)備，其中一個(gè)或多個(gè)流出物循環(huán)管線(12a， 12b)終止在所述上流式反應(yīng)器的底部、所述隔室(X)的內(nèi)部或外部。
14.根據(jù)權(quán)利要求10到13中任一項(xiàng)的設(shè)備，其包括用于使結(jié)焦且經(jīng)汽提的催化劑從所 述分離器(2)循環(huán)到所述上流式反應(yīng)器(1)的外部管線(14)，從而到達(dá)所述反應(yīng)器(1)中 的所述原料注入點(diǎn)(10)的上游(Ha)、該注入點(diǎn)處和/或下游(14b)，該管線任選地配備有 冷卻器(15)。
15.根據(jù)權(quán)利要求10到14中任一項(xiàng)的設(shè)備，其中所述反應(yīng)器(1)的壁包括至少一個(gè)具 有任選可變尺寸的開孔(20)，用于在催化劑致密床03)處將所述分離器(2)中的所述結(jié)焦 且經(jīng)汽提的催化劑的顆粒直接送到所述反應(yīng)器(1)中。
16.根據(jù)權(quán)利要求10到15中任一項(xiàng)的設(shè)備，其包括第二反應(yīng)器(16)，所述第二反應(yīng)器 (16)與所述第一反應(yīng)器(1)平行布置，并且經(jīng)由管線(17)通過其下部與所述再生器(3)連 接并且經(jīng)由管線(18)通過其上部與所述分離器(2)連接，并且包括用于(循環(huán)的)烴級(jí)分 的入口管線(19a，19b)，這些管線沿所述反應(yīng)器布置，低沸點(diǎn)餾出物的注入(循環(huán))管線和 高沸點(diǎn)餾出物的注入(循環(huán))管線任選為分段的。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種用于使柴油基礎(chǔ)油料的產(chǎn)量最大化的催化裂化方法，包括在上流式流化床反應(yīng)器中的裂化反應(yīng)步驟、分離裂化烴和結(jié)焦催化劑的步驟、分餾所述裂化烴的步驟和使所述結(jié)焦催化劑再生的步驟，其中將烴原料注入上流式反應(yīng)器中的通過在同一上流式反應(yīng)器中使至少部分催化劑預(yù)先結(jié)焦而部分減活的催化劑上，使得離開所述反應(yīng)器的流出物的反應(yīng)溫度為470～600℃。本發(fā)明還涉及一種用于實(shí)施所述裂化方法的設(shè)備。
文檔編號(hào)C10G55/06GK102093912SQ20101059923
公開日2011年6月15日 申請日期2010年12月13日 優(yōu)先權(quán)日2009年12月14日
發(fā)明者帕特里克·勒羅伊, 蒂埃里·戈捷, 邁克爾·埃沙爾, 馬克·博列斯 申請人:道達(dá)爾煉油與銷售部