CN101497811A - 加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

在本发明的至少一个实施方案中，提供了一种加热具有再生器和反应器的FCC装置用于总体CO2降低的方法。该方法包括将合成气压缩以得到压缩的合成气。从压缩的合成气分离出含CO2的第一气流。将含O2的第二气流用第一气流膨胀以得到进料气体。向再生器引入所述进料气体，再生器在气化条件下燃烧来自反应器的严重结焦废催化剂上的焦炭，从而产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。

Description

加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置的方法和系统
相关申请的交叉引用
[0001]本申请要求2007年12月21日提交的，发明名称为“加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置的的方法和系统”的序列号为No.11/962,740的美国非临时申请的优先权，其全部内容在此引入作为参考。
联合研究协议的机构名称
[0002]本申请是UOP LLC和BP产品北美公司(BP Products North AmericaInc)联合研究协议的成果。
技术领域
[0003]本发明涉及降低流化催化裂化装置中二氧化碳排放的方法和系统。
背景技术
[0004]烃的流化催化裂化是由减压瓦斯油(VGO)或渣油原料之类的重质烃进料生产汽油和轻质烃产品的主要工艺。使与重质烃进料相关的大烃分子裂化以断裂大的烃链，从而生产较轻的烃。这些较轻的烃被作为产品回收和可以直接使用或进一步加工以相对于重质烃进料提高辛烷桶产率。
[0005]烃的流化催化裂化(FCC)的基本设备或装置在二十世纪40年代早期就出现了。FCC工艺的基本组件包括反应器、再生器和催化剂汽提器。反应器包括其中烃进料与颗粒状催化剂接触的接触区和其中将来自裂化反应的产品蒸气与催化剂分离的分离区。进一步的产品分离在催化剂汽提器中进行，该汽提器接收来自分离区的催化剂，通过与蒸汽或其它汽提介质的逆流接触将夹带的烃从催化剂脱除。
[0006]FCC工艺通过使原材料(通常是VGO、拨顶油或相对高沸点烃的其它来源)与由细分或颗粒状的固体材料制成的催化剂接触而进行。通过将气体或蒸气在足够的速度下通过催化剂以产生所需的流体输送状态，使催化剂像流体一样输送。油与流化材料的接触催化了裂化反应。裂化反应在催化剂上沉积焦炭。焦炭含氢和碳，还可以包含痕量的其它材料如硫和金属，它们是与原料一起进入工艺的。通过堵断发生裂化反应的催化剂表面的活性位置，焦炭会干扰催化剂的催化活性。将催化剂通常从气提器输送到再生器，目的是通过与含氧气体发生氧化反应除去焦炭。相对于汽提器中的催化剂具有较低焦炭含量的催化剂藏量，其以后称作再生的催化剂，被收集起来再送回反应区。催化剂表面焦炭的氧化会释放大量的热，一部分热量随焦炭氧化产生的气体产物(通常称作烟气)离开再生器。剩余的热量随着再生的催化剂离开再生器。流化的催化剂连续地从反应区循环到再生区，和然后再循环到反应区。流化的催化剂，不仅提供催化功能，还是从一个区域到另一个区域传递热量的载体。离开反应区的催化剂称作废催化剂，即由于催化剂上沉积焦炭而部分失活。各接触区、再生区、汽提区以及各区域之间输送催化剂的布置的具体细节都是本领域技术人员所公知的。
[0007]由于碳税立法和其它驱动因素如需要展示长期可持续性，炼油公司降低二氧化碳排放的压力在增加。因此，需要提供降低流化催化裂化装置二氧化碳排放的方式。
[0008]降低二氧化碳排放的一种解决方案涉及在气化条件下操作FCC再生器和向再生器供给包含循环二氧化碳和氧气的进料。此方案中，由于从合成气分离器装置循环了二氧化碳而部分减少了二氧化碳。然而，此解决方案的问题之一是在气化条件下，再生器不能向利用催化剂裂化烃原料的FCC反应器供应足够的热量。
发明内容
[0009]本发明的实施方案通常提供了加热具有反应器和在气化条件下操作的再生器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的方法和系统。本发明的方法和系统提供了产生为在反应温度下操作反应器的足够热量的解决方案。
[0010]在至少一个实施方案中，提供了加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的方法。该方法包括将合成气从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气。合成气含二氧化碳(CO2)、一氧化碳(CO)、水(H2O)、硫化氢(H2S)和硫化羰(COS)。将含CO2的第一气流从压缩的合成气分离出来。将第一气流用含氧气(O2)的第二气流膨胀到预定的低压以得到进料气体。将进料气体引入再生器，再生器在气化条件下燃烧来自反应器的严重结焦废催化剂(coke heavy spent catalyst)上的焦炭。焦炭的燃烧产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。
[0011]在本发明的一方面，该方法还包括提供涡轮膨胀机组(turbo-expander train)，该涡轮膨胀机组包括第一压缩机、膨胀机和轴，该轴与膨胀机和第一压缩机在操作上联结，使得膨胀机转动该轴，该轴驱动第一压缩机。合成气被第一压缩机压缩以得到压缩的合成气。膨胀机膨胀第一和第二气流，产生进料气体并从第一和第二气流提取能量以驱动膨胀机来使该轴转动。
[0012]在本发明的至少一个其它实施方案中，提供了加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的系统。该系统包含压缩机，其用于将合成气从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气。合成气含CO2、CO、H2O、H2S和COS。与压缩机流体连通的是分离器装置。配置分离器装置以从压缩的合成气分离出含CO2的第一气流。与分离器装置流体连通的是膨胀机。配置膨胀机用于将第一气流用含O2的第二气流膨胀到预定的低压以得到进料气体。再生器在气化条件下再生来自反应器的严重结焦废催化剂。再生器配置用于接收进料气体以燃烧来自严重结焦废催化剂的焦炭，产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。
[0013]结合附图，参考下面的描述和所附的权利要求，本发明的其它目的、特征和优点是明显的。
附图说明
[0014]图1a是流化催化裂化装置的示意图；
[0015]图1b是图1a中流化催化裂化装置的反应器和再生器的示意图；
[0016]图1c是根据本发明至少一个实施方案的流化催化裂化装置的示意图；
[0017]图1d是根据本发明至少另一个实施方案的流化催化裂化装置的示意图；和
[0018]图2是根据本发明加热流化催化裂化装置的方法的实例的流程图。
具体实施方式
[0019]本文公开了本发明的详细实施方案。然而，可以理解，公开的实施方案仅是本发明的示例，可以采用不同的和替代的形式实施本发明。附图不必要按比例；一些附图是为了显示特定组件的细节。因此，本文公开的具体结构和功能细节不应理解为限制性的，而仅是与权利要求书一起作为代表性的基础，以及指导本领域技术人员来实施本发明。
[002O]本发明的实例寻求解决与在降低精炼厂总体CO2排放时加热流化催化裂化装置相关联的一些问题。常规的流化催化裂化装置通过向再生器输入含有空气和/或O2的气体燃烧来自废催化剂的焦炭，产生烟气，其包含CO2但通常富含氮气(N2)。然而，通过向再生器引入含O2与CO2和/或H2O的进料气体，可以产生合成气体(合成气)。特别地，进料气体中的CO2和O2可以通过“干”气化工艺与基于碳-氢的焦炭反应以产生CO2、CO、H2O和H2；和进料气体中的H2O和O2可以通过“湿”气化工艺与焦炭反应以产生CO2、CO和H2。
[0021]合成气中的H2可以用作精炼厂中其它操作的原材料来源，其可能降低了另外燃料源的需求，如氢燃烧炉。此外，合成气中的CO2比富N2烟气中的CO2更容易隔离，例如通过石灰岩结构或本领域技术人员已知的任何其它合适措施。通过降低或取消氢燃烧炉的需求以及通过隔离CO2用于循环作为在气化条件下操作再生器的进料气体，可以降低精炼厂的总体CO2排放。
[0022]然而，在气化条件下燃烧废催化剂上的焦炭与在空气和/或O2中燃烧焦炭的放热过程不一样。此外，焦炭燃料通常是有限的，这是由于例如仅约4％的到反应器的VGO原料转化为在催化剂上沉积的焦炭。因此，在气化条件下产生的热量较少和由于在再生器中产生的热量由反应器回收用于裂化反应，反应器就可能处于较低温度，这会负面地影响烃原料的裂化。申请人已经发现通过向反应器供给高康拉逊残炭原料，可能会生成″严重结焦”废催化剂，其会给再生器提供更多的燃料，和因此为反应器在反应温度下运行提供更多可利用的热量。在一个实例中，将减压渣油原料供给反应器从而产生严重结焦废催化剂。在替代的实例中，将溶剂脱沥青器沥青(SDA沥青)供给反应器以生产严重结焦废催化剂。此处的减压渣油是指原油的低价值烃馏分，其富含沥青质和重质康拉逊残炭，如康拉逊残炭为18到30或更高。此处的SDA沥青是指减压渣油的一部分，其在链烷烃溶剂中不溶解。SDA沥青包含减压渣油的大部分沥青质和康拉逊残炭，因此非常富含碳。此处严重结焦废催化剂是指催化剂上有至少约12重量％的进入反应器的原油被转化成沉积在其上的焦炭。当在再生器中再生该严重结焦废催化剂时，明显较高含量的焦炭提供了额外的燃料。该额外的燃料/焦炭在燃烧时产生更多的热量，和因此这样可以允许反应器在反应温度下操作来裂化进料。
[0023]现在参考附图，图1a显示了流化催化裂化(FCC)装置和分离系统10。如图所示，FCC装置10包含配置以接收原油或烃原料30(新鲜进料)的反应器12以及与反应器12流体连通以接收严重结焦废催化剂的再生器14。反应器12在其中将原料30裂化为含从甲烷到相对高沸点材料的烃以及H2和H2S的流出物。在裂化反应期间，碳质副产物沉积在循环催化剂上。此材料，称作“焦炭”，在再生器14中从废催化剂上被连续燃烧掉，如下文叙述。
[0024]FCC装置10包含用于再生来自反应器12的废催化剂的再生器14。再生器14配置以接收来自外部源的进料气体22和来自反应器12的废催化剂。来自反应器12的废催化剂上沉积了焦炭，从而降低了催化剂的活性。再生器14接收进料气体22以将焦炭从废催化剂上燃烧掉，从而产生烟气26，烟气26经烟气管路28排向烟气系统。烟气26可以含CO、CO2、H2O(蒸汽)、SOx和N2，但通常非常富含N2。配置再生器14以通过用进料气体22将沉积的焦炭从废催化剂上燃烧掉，来使催化剂再生或再活化。
[0025]再生器14再活化催化剂，使得当催化剂返回反应器12时，催化剂是在最适条件下以实施它的裂化功能。再生器14用于气化来自催化剂颗粒的焦炭并且同时向循环的催化剂赋予显热。由热再生器催化剂携带的能量用来满足FCC装置10的反应器12的热需求。
[0026]应注意到，FCC装置10可以具有许多任选的与烟气系统有关的装置。在一个实施方案中，烟气26可以含催化剂碎粒、来自燃烧用空气的N2、焦炭燃烧的产物(如碳、硫、氮的氧化物和水蒸气)、以及微量的其它化合物。烟气26离开再生器14的温度为约1325华氏度(℉)，但可以高至1400℉，或低至1200℉；和压力为约20至50磅每平方英寸表压(psig)。烟气26的热能和动能可以转化为蒸汽或用于驱动涡轮膨胀机发电系统来发电。烟气26中未转化的CO可以在CO锅炉中燃烧生成CO2，同时生产高压蒸汽。催化剂碎粒可以用固体脱除装置去除，如利用静电沉淀器除掉。来自再生器和/或CO锅炉的CO2被排到大气中。
[0027]现在参考图1a和1b，将热的再生催化剂从再生器14经再活化的催化剂返回线20送回反应器12，并将烃原料30气化生成蒸气。生成的蒸气携带催化剂向上通过反应器12的提升管16，及返混最小。在提升管16的顶部，所需的裂化反应已经完成，和将催化剂与烃蒸气快速分离以最小化二次反应。来自提升管16的催化剂-烃混合物通过分离设备18(如提升管末端设备)排入反应器12容器中，达到催化剂和气体明显程度分离，如至少90％重量百分比的产品蒸气与催化剂分离。催化剂和产品蒸气的最终分离可以通过旋风分离器分离来完成。
[0028]将反应器流出物导引到装置10的主分馏器或分馏塔50，以拆分为气态轻质烯烃联产品、FCC汽油和循环物料。废催化剂从反应器12容器中落入其汽提段24，其中蒸汽的逆流流动除去空隙和一些吸附的烃蒸气，从而得到汽提的废催化剂。汽提的废催化剂通过第一立管23下降和进入再生器14。
[0029]为了保持工作催化剂藏量的活性在所需的水平并补充随烟气26从系统中损失的任何催化剂，可以通过任意适合的方式向循环催化剂系统加入新鲜的催化剂。例如，该项工作可以通过催化剂储料斗(没有示出)完成。此外，可以根据需要使用辅助储料斗(没有示出)容纳从循环系统排出的废催化剂以保持所需的工作活性，并在FCC装置10停车进行维护和检修时容纳所有催化剂藏量。
[0030]如图1a和1b所示，在FCC装置10的操作中，新鲜原料30和(依产品分布要求而定)再循环的循环油与控制量的再生催化剂一起被引入提升管16的底端。该装料通过换热或在一些情况下用火焰加热器预热。
[0031]FCC工艺的原料30包括各种烃的混合物，其包括相对小的分子如汽油中出现的小分子到60或更多碳原子的大分子。原料30可以包括相对低含量的杂质如有机硫、氮化合物以及有机金属化合物。应该注意到，所有这些物质的相对比例随石油的地理起源及FCC原料30的特定沸程变化。然而，原料30可以按它们的“可裂化性”进行分级，或按其在FCC装置中转化的难易程度分级。可裂化性可以定义为进料中链烷烃、环烷烃和芳烃类物质的相对比例的函数。
[0032]FCC装置10还包括主分馏塔50，通过主分馏塔50将反应器流出物分离成各种产品。主分馏包含塔顶线52、第一侧线54、第二侧线56、第三侧线58和塔底线60。如图所示，塔顶线52包括汽油和较轻的材料，第一侧线54包括石脑油，第二侧线56包括轻质循环油，第三侧线58包括重质循环油，塔底线60包括油浆。这些线可以包括其它产品而没有超出本发明的范围或精神。
[0033]将反应器产品蒸气导引到主分馏器50，在此将汽油和气态富烯烃联产品从塔顶取出和送往气体浓缩装置70。在主分馏器50，轻质循环油被作为侧线馏分回收，及将净产量的这种材料汽提除去轻组分和送去储存。纯塔底产品作为淤浆或澄清油得到。由于在反应器设计中使用的催化剂-烃分离系统的效率较高，被带到分馏器50的催化剂量被降到了最低而没有必要对分馏器50的塔底生产的纯重质产品进行澄清，除非该物质被用于要求固体含量低的特殊用途，如用来生产炭黑。在一些情况下，重质材料可以再循环至反应器提升管16。
[0034]在主分馏器50可获得的热量得到了最大应用。通常，轻质循环油和重质循环油用于气体浓缩段70进行换热，和通过循环主分馏器塔底物流来生产蒸汽。
[0035]气体浓缩塔70与主分馏塔50的塔顶线流体连通。气体浓缩塔50从塔顶线52接收不稳定的汽油和较轻产品，在此其被分离为用于烷基化、聚合的燃料气，以及脱丁烷汽油。
[0036]气体浓缩段70可以是单个的吸收器和分馏器或是吸收器和分馏器的组合，其将主塔塔顶产品分离成汽油和其它所需的轻产品。来自其它工艺如焦化的烯烃气体也可以送往FCC气体浓缩段。气体浓缩装置可以有一个或多个塔。例如，气体浓缩装置可以是“四塔”气体浓缩装置，其包括主吸收塔、次吸收器、汽提器和脱丁烷塔。
[0037]现在参照图1c，提供加热具有再生器14和反应器12的流化催化裂化装置用于总体CO2降低的系统80的至少一个实施方案。系统80包含压缩机82，压缩机82将合成气84从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气85。合成气84包含CO2、CO、H2O和COS，还可以包含H2和H2S。在一个实例中，压缩机82的压缩比在约5:1到10:1之间，优选压缩比是约7:1。例如，入口压力可以为约25至35psig。压缩机82优选将合成气84压缩到约150至500psig的压力。
[0038]分离器装置86与压缩机82流体连通。分离器装置86配置用于从压缩的合成气85中分离出至少CO2以生产含CO2的第一气流88。在一个实例中，分离器装置采用湿气洗涤工艺例如胺吸收、RectisolTM、或SelexolTM，其用于从压缩的合成气85脱除和/或分离H2S、COS和CO2以生成第一气流88。本领域技术人员熟知的其它合适的分离形式也可以使用。合成气85还可以含CO和H2，其可以和蒸汽混合和送往水煤气变换反应器以将CO转化为CO2，从而生产额外的氢气。利用称作变压吸附过程的工艺，H2可以进一步与CO2分离。在此方案中，分离的H2 72可以使在装置中别处燃烧烃燃料的需求最小化以用于其它系统，从而降低精炼厂的总体CO2排放。例如，分离的H2 72可以用于其它系统作为燃料燃烧或用于加氢处理或加氢裂化其它烃。
[0039]通过冷却装置90进行的热回收和冷却可以在通过压缩机82压缩合成气84之后但在通过分离装置86处理压缩的合成气85之前进行。在一个实例中，冷却装置90将温度为约600至800℉的压缩的合成气85冷却到约300至500℉。
[0040]在一个实施方案中，将第一气流88(它可能包含一部分分离的CO加H2，其超过了精炼厂H2生产的需要量)送往与分离器装置86流体连通的膨胀机100。含O2的第二气流96也供给膨胀机100。替代地和如图1c所示，第一气流88可以初始与第二气流96一起供应到燃烧区92或燃烧器。在此方案中，燃烧区92与分离器装置86直接流体连通。在仍然还有的另一个实例中和如图1d所示，第一气流88可以初始供给第二压缩机94，第二压缩机94与分离器装置86和燃烧区92两者均流体连通。在燃烧区92接收气体88之前，第二压缩机94进一步压缩第一气流88。
[0041]燃烧区92配置用于将含O2的第二气流96与第一气流88燃烧到预定的高温以生产热气体98。如果第一气流88含任何H2和/或CO，优选第一和第二气流在由膨胀机100接收之前在燃烧区92中燃烧。在一个实例中，预定的高温为约1800至2100℉。燃烧区用第二气流96中的O2燃烧第一气流88中的任何H2和/或CO以生产含CO2和/或H2O的热气体98。此外，第二气流96中的一部分O2优选未参与反应，尤其是当第二气流96对第一气流88是化学计量过量的时候。在此方案中，过量O2形成热气体98的一部分。
[0042]膨胀机100可以与分离器装置86直接流体连通。替代地，膨胀机100可以与燃烧区92直接流体连通，并且与分离器装置86间接流体连通。膨胀机100配置用于将第一气流88和第二气流96膨胀到预定的低压以得到进料气体102。如果第一气流88和第二气流96初始导引到燃烧区92，那么膨胀机100以热气体98的方式膨胀这些气流88和96。在一个实施方案中，膨胀机100是10到15级涡轮膨胀机。当使用燃烧区92时，进料气体102的压力为约30至70psig和优选约30至40psig，温度可以为约1200至1600℉。替代地，如果第一气流88和第二气流96不燃烧，进料气体102的温度可以为约100℉。
[0043]在至少一个实施方案中，反应器12配置用于接收富含沥青质和康拉逊残炭的低价值原油进料104。在一个实例中，低价值原油进料104基本是减压渣油。在另一个实例中，低价值原油进料104基本是SDA沥青。
[0044]反应器12利用催化剂裂化低价值原油进料104，生成严重结焦废催化剂106，其经由第一立管23进入再生器14。优选至少约为12％、14％、16％、18％、20％(重量百分比，按优选逐级递增排序)的低价值原油进料104转化成了焦炭，这些焦炭沉积在催化剂上，从而形成了严重结焦废催化剂106。
[0045]再生器14接收进料气体102，在一个实例中其包含O2和CO2。进料气体102还可以包含H2O。再生器14在气化条件下操作，利用进料气体102燃烧来自严重结焦废催化剂106的焦炭。在严重结焦废催化剂106上沉积的另外焦炭为燃烧工艺提供燃料和增加再生器14中的燃烧能量，从而增强了气化过程并产生合成气和热量。合成气的温度优选为约1200至1850℉和也可富含CO和H2。
[0046]参考图1c和图1d，压缩机82、燃烧区92和膨胀机100可以是涡轮膨胀机组110的一部分。涡轮膨胀机组110包括与膨胀机100和压缩机82两者在操作上联结的轴112使得膨胀机100转动轴112，轴112驱动压缩机82。膨胀机100，作为透平发动机，通过膨胀热气体98来从热气体98中提取能量。膨胀机100将提取的能量转化为转动能，它转动轴112。在另一个实例中，涡轮膨胀机组110还可以包括第二压缩机94，其与轴112在操作上联结和也通过膨胀机100驱动。
[0047]系统80可以包括固体脱除装置114和冷却装置116。冷却装置116与固体脱除装置114和压缩机82流体连通。固体脱除装置114与再生器14流体连通，并可以用来在合成气84由冷却装置116和/或压缩机82接收之前从合成气84中脱除催化剂碎粒。在一个实例中，冷却装置116将合成气84从约1200至1850℉、但优选约1200至1400℉的温度冷却到约300至600℉的温度。
[0048]在至少一个其它的实施方案中，涡轮膨胀机组110还包括电动发电机118。电动发电机118与轴112在操作上联结和由膨胀机100驱动。当轴112转动时，电动发电机118产生电力。此电力可以供工厂中的各种工艺使用。在一个实例中，此电力使工厂中在别处为产生动力而燃烧燃料的需求最小化，因此降低了精炼厂的总体CO2排放。
[0049]参照图2，提供了加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的方法的至少一个实施方案。该方法包括将入口压力的合成气120压缩至预定的高压以得到压缩的合成气。在一个实例中，入口压力可以为约25至35psig和预定的高压在约150到500psig之间。
[0050]从压缩合成气中分离CO2以提供含CO2的第一气流122。在一个实例中，将第一气流与含O2的第二气流燃烧以生产热气体。热气体的温度可以为约1800至2100℉。
[0051]第一气流和第二气流可以被膨胀126到低的压力以得到进料气体。在第一和第二气流被燃烧的实例中，膨胀机以热气体的形式膨胀第一和第二气流。
[0052]进料气体被引入再生器128。再生器在气化条件下燃烧来自反应器的严重结焦废催化剂上的焦炭。焦炭的燃烧产生了合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。在一个实例中，进料气体的温度为约1200至1600℉，再生器中生成的合成气温度为1200至1850℉，优选约1200至1400℉。
[0053]在至少一个其它实施方案中，方法还包括在压缩步骤之前去除催化剂碎粒和将合成气冷却到400至600℉的温度。压缩的合成气还可以冷却到300至500℉的温度。
[0054]以下实施例(见表1和表2)进一步说明了本发明的实施方案。在以下情况之间进行比较：(1)具有反应器和在燃烧条件下操作的再生器(即再生器以空气作为进料气体)的FCC装置和(2)具有反应器和在气化条件下操作的再生器(即使用含CO2和O2的人造进料气体)的FCC装置。在FCC常规操作中，将在燃烧和气化条件下在再生器中产生的热量(“总可用热量”)转移以操作反应器(“总热需求”)。
[0055]在表1中，当原料在450℉下进入提升管和反应器产物在980℉下离开时，本实施例计算了反应器的总热需求。再生器在1275℉下运转和每磅FCC原料循环7磅催化剂的情况下，计算了再生器的总可用热量。假设焦炭的大概分子式为C22H11并且包含不可区别量的硫，该实施例燃烧每磅焦炭需要13.75磅的空气(燃烧条件下)。基于这些操作条件和假设，反应器的总热需求为620Btu/磅原料。燃烧条件下的再生器的总可用热量为13332Btu/磅焦炭。因此，供应反应器热需求的催化剂上的焦炭最小量是0.047磅焦炭/磅原料[(620Btu/磅原料)/(13332Btu/磅焦炭)]或约4.7％。
表1.燃烧条件下操作的FCC装置
Figure A200810107460D00151
[0056]在表2中，本实施例再生器由燃烧条件改为气化条件。如果反应器条件与表1保持相同(即原料在450℉进入，产品在980℉排出)，那么反应器的总热需求将保持相同(620Btu/磅原料)。此外，再生器必须在相同的流量和温度下向反应器供应催化剂。在气化条件下，总可用热量随进料气体中O2和CO2的浓度而改变。本实施例中，假设下面的反应式代表了基于O2和CO2某一比例的燃烧热(C22H11+8 1/2 O2+5CO2→27CO+5 1/2 H2)。本反应中，1磅焦炭产生约2,711Btu的热量。假设进入的进料气体必须从100℉加热到1275℉，热需求约是571Btu/磅焦炭(1.8磅气体/磅焦炭*0.27Btu/磅℉*(1275℉-100℉))。气化条件下的再生器的总可用热量为1885Btu/磅焦炭。本实施例中，供应反应器热需求的催化剂上的焦炭最小量是0.329磅焦炭/磅原料[(620Btu/磅原料)/(1885Btu/磅焦炭)]或约32.9％。如所述，FCC装置在常规操作期间通常不会达到这样高的焦炭水平，如VGO原料仅产生约4重量％焦炭/原料。然而，通过向反应器注入高康拉逊残炭原料，可以产生严重结焦废催化剂，它当在再生器中燃烧时可产生足够的热量以满足反应器的能量需求。在一个实例中，严重结焦废催化剂燃烧以产生每磅原料至少约600Btu的热量用于在反应温度下操作反应器。
表2.气化条件下操作的FCC装置
Figure A200810107460D00152
[0057]本领域技术人员都可容易理解，上述说明书意图举例阐述本发明原理的实施。本说明书无意限制本发明范围和应用，因为本发明易于调整、变更和更改，而不偏离如下述权利要求书所限定的本发明的精神。

Claims (25)

1、一种加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的方法，该方法包括：
将含CO2、CO、H2O、H2S和COS的合成气从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气；
从所述压缩的合成气分离出含CO2的第一气流；
将所述第一气流用含O2的第二气流膨胀到预定的低压以得到进料气体；和
向装有来自反应器的严重结焦废催化剂的再生器引入所述进料气体，再生器在气化条件下燃烧来自严重结焦废催化剂的焦炭，从而产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。
2、权利要求1的方法，其中配置反应器用于接收与催化剂反应以产生严重结焦废催化剂的原料和用于在反应温度下操作反应器的热量为至少约600BTU每磅原料。
3、权利要求2的方法，其中原料包括减压渣油和至少约12重量％的减压渣油转化成了焦炭，该焦炭沉积到催化剂上而产生严重结焦废催化剂。
4、权利要求2的方法，其中原料包括溶剂脱沥青器沥青和至少约12重量％的溶剂脱沥青器沥青转化成了焦炭，该焦炭沉积到催化剂上而产生严重结焦废催化剂。
5、权利要求1的方法，其中合成气还包含H2，第一气流还包含CO和H2中的至少一种，该方法还包括将第一气流用第二气流燃烧到预定的高温以生产热气体，并且膨胀步骤包括将热气体膨胀以得到进料气体。
6、权利要求5的方法，其中预定的高温为约1800至2100华氏度(℉)。
7、权利要求5的方法，还包括从压缩的合成气中分离出至少一部分H2，该部分H2用于其它系统，从而降低总体CO2排放。
8、权利要求1的方法，其中预定的高压为约150至500psig。
9、权利要求1的方法，其中预定的低压为约30至70psig。
10、权利要求1的方法，其中进料气体的温度为约1200至1600华氏度(℉)。
11、权利要求1的方法，其中在反应器生产的合成气的温度为约1200至1850华氏度(℉)。
12、权利要求1的方法，其中进料气体含CO2、O2和H2O。
13、权利要求1的方法，还包括在压缩步骤之前去除催化剂碎粒以及将合成气冷却到约300至600华氏度(℉)的温度。
14、权利要求1的方法，还包括将压缩的合成气冷却到约300至500华氏度(℉)的温度。
15、一种加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的方法，该方法包括：
提供涡轮膨胀机组，该涡轮膨胀机组包括第一压缩机、膨胀机和轴，该轴与膨胀机和第一压缩机两者在操作上联结使得膨胀机转动该轴，该轴驱动第一压缩机；
用第一压缩机将含CO2、CO、H2O、H2S和COS的合成气从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气；
从压缩的合成气分离出含CO2的第一气流；
通过膨胀机将第一气流用含O2的第二气流膨胀到预定的低压，产生进料气体并从第一和第二气流提取能量以驱动膨胀机来使该轴转动；和
向装有来自反应器的严重结焦废催化剂的再生器引入所述进料气体，再生器在气化条件下燃烧来自严重结焦废催化剂的焦炭，从而产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。
16、权利要求15的方法，其中涡轮膨胀机组还包括与膨胀机流体连通的燃烧区；第一气流还包含CO和H2中的至少一种；该方法还包括通过燃烧区将第一和第二气流燃烧到预定的高温以生产热气体；膨胀步骤还包括使热气体膨胀、产生进料气体和通过膨胀机从热气体提取能量以驱动膨胀机来使该轴转动。
17、权利要求16的方法，其中涡轮膨胀机组还包括与燃烧区流体连通和与该轴在操作上联结的第二压缩机使得转动该轴来驱动第二压缩机；和该方法还包括在燃烧步骤之前压缩第一气流。
18、权利要求15的方法，其中涡轮膨胀机组还包括与该轴在操作上联结的电动发电机使得转动该轴来驱动电动发电机；和该方法还包括驱动电动发电机从而产生电能。
19、一种加热具有再生器和反应器的流化催化裂化装置用于总体二氧化碳降低的系统，该系统包括：
压缩机，其用于将含CO2、CO、H2O、H2S和COS的合成气从入口压力压缩到预定的高压以得到压缩的合成气；
分离器装置，其与压缩机流体连通和配置以从压缩的合成气分离出含CO2的第一气流；
膨胀机，其与分离器装置流体连通和配置用于将第一气流用含O2的第二气流膨胀到预定的低压以得到进料气体；和
再生器，其在气化条件下用于再生来自反应器的严重结焦废催化剂和配置用于接收进料气体以燃烧来自严重结焦废催化剂的焦炭，从而产生合成气和用于在反应温度下操作反应器的热量。
20、权利要求19的系统，其中压缩机和膨胀机是涡轮膨胀机组的一部分；涡轮膨胀机组包括与分离器装置和膨胀机流体连通的燃烧区，以及与膨胀机和压缩机两者在操作上联结的轴使得膨胀机转动该轴，该轴驱动第一压缩机；燃烧区配置用于将第一和第二气流燃烧到预定的高温以生产热气体；膨胀机配置用于从热气体提取能量，从而转动该轴。
21、权利要求20的系统，其中预定的高温为约1800至2100华氏度(℉)和进料气体的温度为约1200至1600华氏度(℉)。
22、权利要求19的系统，还包括配置用于接收原料的反应器，该原料包括减压渣油和溶剂脱沥青器沥青中的至少一种，以产生严重结焦废催化剂。
23、权利要求19的系统，其中预定的高压为约150至500psig和预定的低压为约30至70psig。
24、权利要求19的系统，其中合成气还包含H2和分离器装置还配置用于从压缩的合成气分离出至少一部分H2，这部分H2用于其它系统，从而降低总体C02排放。
25、权利要求19的系统，其中配置反应器用于接收与催化剂反应以产生严重结焦废催化剂的原料和用于在反应温度下操作反应器的热量为至少约600BTU每磅原料。
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