CN101611118A - 最大化由石油给料的丙烯生产的苛刻流化床催化裂化工艺的先进控制 - Google Patents

最大化由石油给料的丙烯生产的苛刻流化床催化裂化工艺的先进控制 Download PDF

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Abstract

为了优化丙烯生产，通过以下方法催化裂化例如瓦斯油的石油，使油与催化剂混合物在具有再生区、分离区和汽提区的下流式流化床催化裂化装置中接触，所述催化剂混合物由含稳定Y型沸石和少量稀土金属氧化物的基础裂化催化剂，和含形状选择性沸石的添加剂组成，其中烃的转化在相对苛刻的条件下发生。依照此流化床催化裂化工艺，通过应用适当的工艺控制、监控和优化系统，使例如丙烯的轻馏分烯烃生产最大化。检验预测系统的工艺模型和历史数据，可为FCC设备中潜在的性能退化和设备故障提供早期预警。

Description

最大化由石油给料的丙烯生产的苛刻流化床催化裂化工艺的先进控制
发明背景
1.发明领域
本发明涉及催化裂化石油的方法。更具体地，本发明涉及对在相对高度苛刻条件下操作的流化床催化裂化(“FCC”)工艺(该工艺包括裂化石油以获得轻烯烃(例如丙烯)的最大产率)应用适当控制和监测条件，从而最大化每单位烃给料的丙烯生产。
2.现有技术描述
虽然蒸汽麻痹(steam paralysis)广泛应用于裂化石油的工艺中，但是该工艺极其耗能、选择性差，产生焦炭并释放大量二氧化碳进入空气。化工品生产商早已意识到需要另选一种烃裂化工艺。蒸汽麻痹工艺(steam paralysis)的一种选择是催化裂化工艺。
在典型的催化裂化设备中，源自石油的烃在催化剂作用下被催化裂化，得到主产物汽油、少量LPG，和裂化瓦斯油。然后用空气燃烧除去催化剂上沉积的焦炭，以再循环重复利用再生催化剂。
在典型的FCC工艺中，轻烯烃的选择性可通过升高反应温度而提高，反应温度升高使热裂化的贡献增加，从而，导致增加更轻产物的形成。例如，在一种特殊FCC工艺类型中(被称为深度催化裂化(“DCC”)工艺)，使用较高的温度并增加蒸汽量。然而，DCC工艺的热裂化选择性差，而且在“湿气”(其包含H2和C1-C4产物)中产生大量相对小价值的产物，例如氢、甲烷、乙烷和乙烯。湿气压缩通常限制精制操作。
增加轻烯烃选择性的另一种方法，是工艺中包括含烯烃选择性沸石的添加剂，例如含ZSM-5的添加剂。常规添加剂(例如ZSM-5)选择性地将初级裂化产物(例如汽油烯烃)转化为C3和C4烯烃。已知用磷改善活性或选择性可增加ZSM-5的效力。然而，添加剂可能会稀释催化剂藏量并降低底部物转化率(bottoms conversion)。
众所周知的FCC方法不能选择性地生产足够的轻馏分烯烃。例如，高温裂化反应会导致石油的同步热裂化，从而增加给料油的干气产率。
给料油与催化剂在短时间接触下的反应，导致轻馏分烯烃向轻馏分链烷烃转化率的降低，这是因为其抑制了氢转移反应。在短接触时间的反应期间，石油向轻馏分油的转化率没有显著提高。此外，使用五硅环型沸石只能通过过度裂化一旦生成的汽油来提高轻馏分烃的产率。因此，使用这些已知技术，很难从重馏分油中高产率地生产轻馏分烯烃。因此，需要使用一种新的方法来优化生产条件，通过优化反应时间达到生产某些所需终产品的目的。
此外，一般说来，FCC的难点在于反应器和汽提器温度应最大化，而再生器温度应降至最低。以这种方式控制温度，在常规热平衡操作中不会有效发生，因为反应器温度只要一升高，基本都会导致再生器温度也同样升高。因此，需要适当的控制系统以获得FCC设备的适当热平衡。
此外，在典型的FCC工艺中，在精制工艺中手动增加催化剂以控制排放(emissions)和产品组合(product mix)。换句话说，没有系统的反馈机制来优化这种手动工艺。
由于进入FCC系统的给料化学组成的不确定性，精制过程中的排放(emissions)和产品组合(product mix)都可能改变或者偏离工艺目标。因此，系统操作员必须密切监测系统输出并且能够不断根据需要对催化剂注入程序(schedule)做出手动调整。如果系统在苛刻条件下运行，以这种方式操作会带来重大挑战。因此，能够远距离监测并控制整个工艺并且使工艺模型能够通过催化剂进料对系统输出做出调整，而降低对人交互作用的依赖(例如监测和手动改变催化剂注入程序)，这将是有益的。
此外，在现有的FCC工艺中，特别是如果FCC在苛刻模式下运行，工艺参数不一定可被优化以最大程度地转化丙烯。最佳转化率水平相应于给定的给料速率、给料质量、整套加工目标和其它设备约束下的催化剂(例如，湿气压缩机容量、分馏容量、鼓风机容量、反应器温度、再生器温度、催化剂循环)。因此，操作者必须在同一时间手动调整几个参数，而这一任务几乎不可能，因为缺少可容易用来优化这种性能的适当的自动控制工艺设备。
发明概述
现有技术系统针对的是集中于汽油制备的系统，因此并未被优化为生产轻烯烃，例如丙烯。因此，一方面，本发明是一种生产相对轻烯烃的工艺。特别地，本发明的目标之一是提供优化丙烯生产的机制。
如本文所公开，流化床催化裂化设备，依照本文优化丙烯生产的教导进行适当改造，可用于生产轻馏分烯烃。使用这种流化床催化裂化设备具有经济优势，特别是在与石化产业紧密结合的油精制中。
如上所述，沸石材料，例如沸石ZSM-5，已公开作为烃转化催化剂。一方面，本发明涉及沸石催化剂系统组合选择性裂化烃物料以生产轻烯烃的具体用途，通过引入先进控制系统以优化进入反应器的催化剂流，使用各种传感器监控在线给料和组成，并且使用统计模型来优化丙烯生产。就申请者所知，烃裂化，特别是丙烯形成的现有尝试，都不具备这些特征。
一方面，本发明涉及通过使用含大孔和中孔、形状选择性沸石组分的裂化催化剂，并且使用先进工艺控制和优化系统，最大化生产轻烯烃(特别是丙烯)的FCC工艺。FCC给料可被催化裂化，以生产含石脑油和丙烯的裂化物，并且可以包括回收且随后再循环至少一部分裂化物作为给料，其在相对苛刻操作条件下被催化裂化，生成含额外丙烯的产物。以这种方式，通过使用先进工艺控制可最大化每单位烃给料的丙烯生产。
本发明的另一个目标是提供改进的流化床催化裂化石油的催化工艺，其可高产量地生产轻馏分烯烃，同时通过适当的工艺自动化操作和控制，降低热裂化油时产生的干气(例如气态氢、甲烷和乙烷)量。一方面，该目标可通过使用下行式反应器或下流式FCC反应器来降低反混而实现。反混是过度裂化的主要原因，这会导致大量干气的形成。减少反混可减少焦炭和干气生成，从而增加汽油和丙烯的生产。
为了主要增加轻馏分烯烃的产率，使石油与催化剂混合物接触，在高温短时接触下进行石油的流化床催化裂化。催化剂混合物优选包括特定的基础裂化催化剂(base cracking catalyst)和含形状选择性沸石的添加剂。应用先进控制系统，以最低成本获得最大的丙烯产量，也优选用作FCC工艺的一部分。
在一个具体实施方式中，依照本发明的流化床催化裂化石油的工艺包括使石油与催化剂混合物接触的步骤。催化剂混合物包括60至95％重量的含“超”稳定Y型沸石的基础裂化催化剂、少于0.5％重量稀土金属氧化物和5至40％重量含形状选择性沸石的添加剂。在一个具体实施方式中，所述催化剂可以包含移位(ex-situ)制备的磷组分。任选地，可以使用商品催化剂混合物，获得同样的效果。
油与催化剂混合物在流化床催化裂化装置中发生接触，该装置具有再生区、下流型反应区、分离区和汽提区。油与催化剂混合物的接触条件可以是使反应区出口温度高于580℃，催化剂/油比值为15至40重量/重量，烃在反应区的接触时间为0.1至2.5秒。前述每个变量，例如催化剂混合物、出口温度、催化剂/油比值和接触时间，都可被先进工艺控制系统进行计算机控制，以最低费用获得丙烯生产的最大化，即，优化丙烯生产。
特别地，可以远距离监测催化剂进料及其它操作条件，而且可以根据系统输出进行自动调整，从而降低对人交互作用的依赖，例如监测和手动改变催化剂进料程序及其他工艺变量。一部分未转化的油可被再循环作为给料。
所述发明的另一个目标是通过在高温短时间接触下流化床催化裂化石油，以最大化轻馏分烯烃的产率，其中石油与催化剂混合物发生接触，所述催化剂混合物由特定的基础裂化催化剂和含形状选择性沸石的添加剂组成。依照本发明的一个方面，也可通过应用先进控制系统以最低成本最大化丙烯生产，获得轻馏分烯烃产量的最大化。
而本发明的另一个目标是，确定所需目的(即丙烯生产)最适当的催化剂组合。
而本发明的另一个目标是，使用统计模型和严密模型以助于控制系统的自动化操作，优化丙烯生产。
本发明的另一个目标是，选择不同的模型以适应不同的情况，并能够基于工艺所需在模型之间进行转换，以达到优化丙烯生产的目的。
附图简述
本发明的这些及其他特征，在以下发明例证性实施方式的描述中得以充分阐明。所述描述的提出参考了以下附图：
图1是依照本发明的一个具体实施方式，配有各种控制系统的普通流化床催化裂化工艺的示意图。
图2是本发明的例证性实施方式的示意工艺流程图，包括具有特殊控制系统的流化床催化裂化设备。
图3是依照本发明的一个具体实施方式，配有各种控制系统的普通流化床催化裂化工艺的示意流程图。
图4是本发明的一个具体实施方式使用的分布式控制系统的示意图。
尽管连同优选的实施方式对本发明进行了描述，但是应理解，无意使本发明受限于这些实施方式。相反地，本发明旨在包括所有的替换、修改和等同物，其可涵盖于附加权利要求书所规定的本发明的精神和范围。
发明详述
给料。在本发明的流化床催化裂化中，石油被用作给料油。石油包含直馏瓦斯油、真空瓦斯油、常压渣油、真空渣油、焦化瓦斯油，以及通过加氢精制或氢化处理所述渣油和瓦斯油得到的石油(petroleum oils)。上述这些石油可以单独使用或作为其与一小部分轻馏分油的混合物使用。
FCC给料可被催化裂化生产裂化物，其包括石脑油和丙烯，回收且再循环至少一部分石脑油裂化物作为进入下行器(downer)的给料，进一步被催化裂化为产物，包含额外的丙烯。虽然进入下行器的石脑油裂化物可以包括本发明实践中的全部石脑油馏分，但现已发现，进入其它反应器设备的每单位石脑油裂化给料可以生产更多含丙烯的轻烯烃。
在另一个实施方式中，FCC给料可以是重油或渣油，其相对于例如石脑油给料更难裂化，通常需要更高的温度。然而，需要记住的是，对于例如给定的给料类型，烯烃石脑油对比链烷烃石脑油(paraffinicnaphtha)，后者难以裂化且需要高温。
石脑油是适于该工艺的多种可能给料之一。如本文所用的，石脑油被定义为烃给料，其包括具有约3至约20个碳原子的烃。优选地，石脑油给料包括每分子具有约4至约11个碳原子的链烷烃(paraffinichydrocarbon)和异链烷烃(isoparaffinic hydrocarbon)的烃。
给料优选流入含有催化剂(例如五硅环型沸石催化剂)的反应器中。系统中烯烃的存在可能是有益的，因为这些化合物可以促进自由基反应。此外，各种烃，例如瓦斯油(沸程260℃至340℃)、沸点高于340℃的燃油，乃至渣油或相应的氢化处理物料，都可以作为适当的给料。
在另一个实施方式中，烃给料可以包含一定量的硫含量。大多数烃油，根据预处理和加工，包含少于1％浓度的硫。因此，一方面，FCC工艺可以将含硫的烃转化为附加值产品，例如丙烯。
活性部位的浓度或有效部位的活性；催化剂设计。催化剂的物理和化学性质有助于通过选择性差异增加转化率。这些性质包括沸石类型、孔径分布、基质表面积与总表面积相对值(relative matrix to totalsurface area)，以及化学组成。所用催化剂的量，即，催化剂/油比值，对最大量烯烃生产可能有重大影响。
使用大孔沸石裂化催化剂经流化床催化裂化设备(“FCCU”)生产丙烯，通过给设备增加裂化器提升器(riser)/下行器和中孔沸石催化组分，并且再循环至少一部分裂化物至裂化器提升器/下行器，可生产更多丙烯。所述大孔径沸石优选包括USY沸石，中孔径优选ZSM-5，这两种都是本领域普通技术人员周知的商品来源。
至少一部分烃被转化以生产每分子具有约2至约3个碳原子的烯烃。大孔沸石组分优选八面沸石型，且更优选Y型八面沸石。中孔沸石组分优选ZSM-5型。除大孔和中孔沸石组分之外，催化剂还可以包含至少一种多孔、无机难熔金属氧化物作为粘合剂(binder)。在某些实施方式种，优选粘合剂具有酸裂化功能性(functionality)，以裂化FCC给料的较重组分，而且中孔径沸石组分占催化剂至少1％重量(基于总重)。
在另一个实施方式中，催化剂可以包括具有带多孔、无机难熔金属氧化物粘合剂的大孔径沸石的颗粒，和具有带多孔、无机难熔金属氧化物粘合剂的中孔径沸石的颗粒。在另一个实施方式中，含沸石的催化剂可以包括至少0.5％重量至约10％重量的磷和约0.1至约10％重量的选自镓、锗、锡及其混合物的金属助催化剂。
在某些实施方式中，沸石可以用多达约10％重量的含磷化合物进行处理，(以P2O5计)，基于烯烃选择性沸石的总量计，以确保适当的轻烯烃选择性。用含磷化合物处理之后，磷处理过的烯烃选择性沸石可经干燥，然后在300℃至1000℃，优选450℃至700℃的温度下煅烧约15分钟至24小时，以制备适当的烯烃选择性“裂化催化剂”。
其上可能沉积有含碳物质和部分重烃的催化剂，被从汽提区转至再生区。在再生区，其上沉积有含碳物质等的催化剂经历氧化处理，以减少沉积物的量，从而获得再生催化剂。这些再生催化剂经连续再循环返回至反应区。裂化产物在分离器的恰好上游或恰好下游猝灭，以避免不必要的进一步裂化或过度裂化。
在某些实施方式中，催化剂混合物由基础裂化催化剂和添加剂组成。基础裂化催化剂可以包含稳定Y型沸石(其是基础催化剂的主要活性成分)和作为沸石基底物质的基质。基础裂化催化剂可以包含少于0.5％重量的稀土金属氧化物，其主要包含于超稳定Y型沸石中。通常，稳定Y型沸石的催化活性随沸石中稀土金属含量的增加而增加，这是因为通过在沸石中并入稀土金属，超稳定Y型沸石的热稳定性得以改善。
通过向沸石中添加稀土金属，还可增加Y型沸石的氢转移反应活性。本发明所用基础裂化催化剂中稳定Y型沸石的含量，优选为5至50％重量，更优选为15至40％。术语“稳定”Y型沸石包括例如“超稳定”沸石材料的沸石材料。
本发明所用的基础裂化催化剂的基质(matrix)，可以包括粘土，例如高岭土、蒙脱土和斑脱土，以及无机多孔氧化物，例如氧化铝、氧化硅、氧化镁和氧化硅-氧化铝。基础裂化催化剂的优选堆密度为0.5至1.0g/ml，平均颗粒直径为50至90微米，表面积为50至350m2/g，孔体积为0.05至0.5ml/g。
除基础裂化催化剂之外，催化剂混合物还包括含形状选择性沸石的添加剂。形状选择性沸石在本文中是指孔直径小于Y型沸石的沸石，所以只有形状有限的烃才可以穿过沸石孔进入沸石。例证性形状选择性催化剂可以包括：ZSM-5、omega、SAPO-5和铝硅酸盐。在这些形状选择性沸石之中，本发明最优选使用ZSM-5沸石。添加剂中形状选择性沸石的含量可以是20至70％重量，更优选为30至60％重量。
催化剂混合物中基础裂化催化剂的百分比可以为55至95％重量，而催化剂混合物中添加剂的百分比可以为5至40％重量。如果基础裂化催化剂的百分比小于55％重量，或者添加剂百分比大于40％重量，则不能获得高产率的轻馏分烯烃，因为给料油的转化率低。如果基础裂化催化剂的百分比大于95％重量，或者添加剂百分比小于5％重量，则不能获得极高产率的轻馏分烯烃，尽管可以获得给料油的高转化率。在一个特别优选的实施方式中，所述催化剂包含至少0.5％重量的磷，通常以P2O5存在。
在本发明中，可以使用商品裂化催化剂，例如OCTACAT(W.R.Grace Co.，Ltd.)。OCTACAT催化剂包含晶格常数为24.50ANG的沸石。其它适当的商品“裂化催化剂”可以包括，但不限于，以下名字或牌子：Akzo，Engelhard(″Flex-Tec″TM或分布式基质(Matrix)结构或DMS)、HARMOREX(CCIC)、OlefinsMAX(出自Davison)、Intercat、Stone & Webster、UOP及其他。
催化剂与油比值。增加反应器中催化剂的浓度，通常指“催化剂/油”比值，可以增加裂化最大转化率的可能性(availability)。这可通过增加反应器热负荷或转用较低焦炭选择性(即，较低δ焦炭)催化剂而实现。通过增加反应器温度或降低给料速度，可升高反应器热负荷。进而，这又增加催化剂/油比值以维持设备热平衡。
在本发明中，催化剂/油比值[再循环催化剂混合物的量(吨/hr)与给料油给料速度(吨/hr)的比值]为10至45重量/重量。
再生催化剂上的碳。再生催化剂上的碳(″CRC″)越少，裂化部位的可利用度就越高，因为较少焦炭阻塞酸裂化部位。通过使用一氧化碳氧化助催化剂增加再生效率，可以减少CRC。增加的再生器床水平也可通过增加滞留时间而改善CRC，但这必须与减少的稀释相离析器(disengager)滞留时间和可能增加的催化剂损失相平衡。
催化剂给料速度。可基于预定的生产计划周期性地向FCC设备中加入催化剂。在本发明的一个具体方面，可以连续调整给料催化剂。不过，在自动化系统中，可将新催化剂加料的时间和数量编程到控制器中，在FCC工艺的操作期间扩增，以优化产率、产品组合。由于与生产工艺相关的不确定性，例如油给料的化学组成及进入FCC系统的其它变化，在常规现有技术流化床裂化期间，排放、耗能，产品组合可能不同或者偏离工艺目标。
常规FCC系统需要操作员紧密监测系统输出，并且能够根据需要不断对FCC系统的操作进行手调，包括催化剂进料及其它操作条件。因此，能够远距离监测并通过催化剂进料及其它操作条件对系统输出进行调整，同时也减少对人交互作用的依赖，例如监测并手动改变催化剂进料程序及其它工艺变量，这是有益的。在本发明的一个方面，可以通过特殊设计的监控系统来监测和控制新催化剂给料速度。在一个具体实施方式中，给料速度可以依赖于给料组成，用下面更加详细讨论的工艺模型可预测最佳给料速度。
反应时间。增加裂化可用的反应时间也能增加转化率。对于给定的设备结构，新给料速度、提升器(riser)蒸汽速度、再循环速度和压力是影响反应时间的主要操作变量。由于裂化可用反应器的大小有限，转化率与速度成相反变化。在某些设备中我们观察到，新给料速度相对减少3至5％时，转化率仅增加1％绝对值。如本文所用的，接触时间是指从给料油与再生催化剂接触开始至生成的裂化产物与催化剂分离之间的时间，或者，在生成的裂化产物在分离区恰好上游猝灭的情况下，接触时间是指从给料油与再生催化剂接触开始至猝灭之间的时间。在优选的实施方式中，接触时间约为0.1至1.5秒，且更优选地，约为0.2至0.9秒。如果接触时间短于0.1秒，则由于重馏分油的低转化率，不能获得高产率的轻馏分烯烃。相反地，如果接触时间长于1.5秒，则石油给料的热裂化可能会过度，从而所产生的干气量会过度增加。然而，接触时间依赖于给料系统，而且用下面更加详细讨论的工艺模型可预测最佳反应时间。
反应器温度。升高反应器温度主要是通过吸热裂化反应较高的反应速度增加单位转化率，还通过增加催化剂/油比值增加单位转化率。反应器温度每升高约10°F，可增加转化率约1至2％绝对值。较高的反应器温度还可增加汽油辛烷和LPG含烯度，而这是经由该路径最大化转化率的极其所需的额外益处。较高辛烷值是由于初级裂化反应的速度相对于二级氢转移反应(其使汽油沸程中的烯烃饱和并降低汽油辛烷)较高。通常，反应器温度每升高约10°F，可使研究法辛烷值和马达法辛烷值分别增加0.8和0.4数值。
如本文所用的，“反应出口温度”的定义为下流型反应区的出口温度，这是裂化产物与催化剂分离之前的温度。尽管反应区出口温度可以约为500℃至630℃，但是优选反应区出口温度约为590℃至620℃。如果反应区出口温度低于580℃，则不能从渣油或重油裂化获得高产率的轻馏分烯烃，而如果反应区出口温度高于630℃，则进料重馏分油的热裂化会显著，从而过度增加了产生的干气量。如果石脑油是特定应用的给料，则反应温度可以低于渣油裂化的温度，以优化丙烯生产。然而，反应温度和时间依赖于给料系统，而且用下面更加详细讨论的工艺模型可预测最佳条件。
压力。较高的压力在热力学上有助于更高的转化率和焦炭产率；但是，转化率受设备压力的影响并不显著，这是因为需要压力上升很多才能显著增加转化率。在某些实施方式中，FCC设备的运行可以优选在1至3kg/cm2的反应压力下，再生区温度约为650℃至720℃。
反应器。在本发明的某些实施方式中，流化床催化裂化设备可以包括再生区(再生器)、下流型反应区(下行式反应器或“下行器”)、分离区(分离器)和汽提区(汽提器)。反应器还可以配备多个传感器，以在线监测产物和给料组成，并与控制系统以及基于反应器性能实时控制催化剂加载和放料的装置结合。
热平衡。FCC设备中的焦炭形成可能是维持热平衡最关键的参数。提升器或下行器中产生的焦炭，在再生器中空气存在下燃烧。通过放热的焦炭燃烧反应产生的热，提供了反应器的热需求，即，汽化热、和给料的相关感热、裂化的吸热等。例如，在具有真空瓦斯油残渣的常规FCC设备中的焦炭产率，可约为4.5至5.5％重量。完全燃烧产生的热可足以供应反应器热负荷。然而，在残渣FCC设备中，因为给料包含大量焦炭前体及更多量的康氏焦炭和芳香环，可显著增加焦炭形成，这又会增加再生器温度，从常规FCC设备中的约650℃至860℃增至残渣裂化器中的约720℃至250℃。
操作条件和变量的控制。一方面，本发明的目的是“优化丙烯生产”，是指“以最低的生产成本获得丙烯生产的最大化”。FCC设备中的烃转化是许多变量的复杂函数。例如，汽油过度裂化为LPG及干气，可能是由于反应器滞留时间增加。抵消任何可能过度裂化的可行办法，包括再增加提升器蒸汽以降低烃分压从而更有选择地裂化，降低反应器压力，增加再循环速度以减少滞留时间，通过降低催化剂/油比值和结合上述条件来减少催化裂化部位的利用度。
在现有FCC设备中，上述变量通常不被为了最大化丙烯转化率而优化。最佳转化率水平相应于一定的给料速度、给料质量、整套加工目标，以及其它设备约束(例如，湿气压缩机容量、分馏器容量、鼓风机容量、反应器温度、再生器温度、催化剂循环)下的催化剂。因此，FCC操作员需要同时调整几个变量。只有找到了最佳转化率水平，操作者才能用适当的催化剂工作，才可能重新设计催化剂性质，摆脱操作约束，将操作调至更高的最佳转化率水平。然而，缺少可容易用来优化这种性能的适当的自动化操作工艺设备。
在线性能监测。调整控制循环(regulatory control loop)用作工厂自动化操作的基础。维护和控制工程人员努力维持转化设备资产(conversion assets)的性能。设备和技术可靠性问题、改变工厂商务经理(business drivers)，和用于监测和维护这些资产的技能资源较少，都是普遍问题。结果包括对质量、耗能、设备磨损、车间产量及最终对收益性产生负面影响。性能监测为以下各项提供工具：(1)对照行业标准为当前的控制性能定基准(benchmark)，(2)确定并区分问题优先次序以集中维护资源，(3)用在线和离线报告分析并诊断问题，(4)用调整和先进控制器(regulatory and advanced controller)的整套工具来改善控制性能，和(5)用全面、自动化报告来监测以维持改进。例如Matrikon′s Process Doctor、Honeywell′s LoopScout或Yukogawa′s MDDiagnostic的工具是可以提供这种功能的例子。
建模和优化包。用以改进连续工艺(具有初始干扰)的产量和控制的先进软件，可用来优化FCC设备。这种软件包可为常规自动控制技术难以控制的连续工艺提供自动化控制。有很多工艺遭受干扰，这些干扰启动的太快，而常规手动或自动控制不能做出反应。建模和优化包的使用，通过正常操作时的更好的控制，而且还通过避免或减轻可使工艺停止的工艺扰乱，导致增加产量并降低能耗。这对来自工艺负责操作员的手动干预的需求较少，这样他们可以将注意力集中在更高水平的生产控制活动上。本发明某些实施方式的工艺，可以使用软件包，例如Umetric′s SIMCA P11，和Math Works Inc.的Matlab中的优化工具。
上述许多软件包提供称为数学函数最小化的优化路径，其包括工艺表现，和产物及耗能。
检测操作条件和选择工艺模型。在本发明的一个具体实施方式中，系统可以使用各种传感器信号来确定操作条件并选择最能代表当前操作的工艺模型。可以从一系列事先开发好的工艺模型中选出模型。然后选好的模型可以用在最优化计算法中来计算最优工艺设置。
在一个具体实施方式中，提供了将新催化剂加入FCC设备的系统和方法。在一个实施方式中，用于将催化剂加入FCC设备的系统包括至少一个将催化剂提供至FCC设备的催化剂进料装置、至少一个适于提供流化床催化裂化设备中产生的产物流组成信息的传感器，和与传感器相连的控制器，用于对传感器提供的计量(metric)做出响应，控制催化剂进料系统进行的新催化剂加料。
在另一个实施方式中，提供了将确定量的催化剂从催化剂进料系统加入到设计成最大化烯烃生产的FCC设备中的方法，该方法包括以下步骤：将催化剂从催化剂进料系统分配入流化床催化裂化设备中，感应流化床催化裂化设备的输出，并自动调整对至少一个感应计量(sensed metric)做出响应的催化剂分配量。
现在参阅图1，提供的催化裂化工艺可以任选配上各种控制系统(“工艺控制”)。此外，FCC工艺可以配上全部或部分以下特征，如所述按需要而定。
将来自FCC设备的信号引入分布式控制系统(“DCS”)，即使用网络使传感器、控制器、操作员终端和执行器相互连接的工艺控制系统。DCS包括计算机以及与其它系统的相互联系。
模型预测控制(“MPC”)，是一种工艺控制的先进方法，其通过预测工艺(例如蒸馏)如何对输入(例如热输入)做出反应来改进标准反馈控制。这意味着可以明显较少地依赖反馈，因为输入的影响将来自数学经验模型。反馈可被用于校正模型不精确度。控制器依赖车间测试得到的工艺的经验模型，基于自变量的过去响应来预测动态系统因变量的将来行为。通常，控制器依赖于工艺的线性模型。
MPC软件的主要商业供应商包括AspenTech(DMC+)、Honeywell(RMPCT)和Shell Global Solutions(SMOC；Shell Global Solutions inc：Carel van Bylandtlaan 23，2596HP，The Hague，The Netherlands)。
控制循环性能监测(“CLMP”)。性能监测可以(1)对照行业标准为当前控制性能定基准，(2)确定并区分问题优先次序以集中维护资源，(3)用在线和离线报告分析并诊断问题，(4)用调整和先进控制器的整套工具来改善控制性能，和(5)用全面、自动化报告来监测以维持改进。例如Matrikon′s Process Doctor(来自Matrikon′s，位于10405 Jasper大街，Edmonton，Alberta，Canada)、Honeywell′s Profit Expert(来自Honeywell International Inc.，101 Columbia Road，Morristown，NJ07962)，或Yukogawa′s MD Diagnostic(Yukogawa，Musashino-shi，Tokyo，Japan)以及Aspentech′s(Aspen Technology，Inc.，Ten Canal Park，Cambridge，Massachusetts)Aspen Watch的工具是提供这种功能的例子。
检测操作条件和选择工艺模型(“SPM”)。该系统使用工艺中的传感器信号来确定操作条件，例如当前给料速度、给料组成和周围温度，以选择最能代表当前操作的工艺模型。然后该选中工艺模型可用在最优化算法中来计算最佳工艺设置。该工具可以在Matlab(MathworksInc.，3 Apple Hill Drive，Natick，MA 01760-2098)、Visual Basic code或其它软件程序设计语言中形成。
实时优化和动态优化(“RTO”)。产业工艺系统的优化是调整工艺控制变量，找到以最低成本获得最高丙烯产量或其它可能结果的反应条件的一种方法。通常，必须同时优化多个相互矛盾的响应。在没有系统方法的情况下，可以通过“反复试验”或者改变一个控制变量的同时保持其它变量不变来实现优化。一般而言，这种方法对于发现真的最优值并不有效。通常，优化技术涉及开发严格工艺模型。这些数学模型可以包括化学反应和热动学方程式。例如PAS Inc.′s(16055 SpaceCenter Blvd.，Houston，TX 77062，USA)NOVA的工具是提供这种功能的例子。可以依据车间操作数据对模型进行验证，以证实该模型准确代表了车间行为。这些模型在某种意义上是动态的，他们模拟工艺变量改变的时间。
能量管理技术(“PMS”)。PMS平衡能量需求与可用的能源供给，从而防止操作扰乱，甚至中断。此外，PMS能够更好地控制能量消耗，增强安全性并减弱环境影响。ABB Ltd，(Affolternstrasse 44P.O.Box 8131，CH-8050 Zurich，Switzerland)被认为是这种技术的供应商之一。
现场总线技术(“FFS”)。工艺仪表使用的现场信号已被标准化，使来自各种供应商的控制系统和现场装置都能够用标准的4至20mA模拟信号相互连接。由Fieldbus FoundationTM开发的FOUNDATIONfieldbusTM标准构成了标准化的下一水平，且被设计为符合现代需求。除了具备相当于使用常规现场网络中4至20mA模拟信号可得的相互连通性之外，FOUNDATION fieldbusTM允许多个装置连接成为一个FOUNDATION fieldbusTM，允许各类信息的相互交流，并且能够在智能功能(包括自我诊断和控制功能)的领域内分布。焦点在于其传达各类信息(除现场信号之外)并将信息分布至分布式现场装置的能力。这些特征能够使用现场交流做到远距离监测、实时自我诊断，和现场装置的积极维护，以及车间资源管理。这样可以极大降低操作仪表系统成本。Emerson Corporate，(P.O.Box 4100，8000 West Florissant Avenue，St.Louis，Missouri)是这些技术供应商的例子。
FCC单位盈利和能量消耗计算(“FUPEC”)包括能够使用各种工艺数据(例如待监测和/或计算的FCC蒸汽、催化剂、电流和产品成本)，从而能够实时监测每单位由FCC设备生成的产物的美元成本的计算。
在某些实施方式中，可以自动监测工艺并根据需要进行调整。所述高度苛刻流化床催化裂化转化工艺的性能监控可以提供工具，从而：(a)对照所需标准为当前控制性能定基准；(b)用在线监测和控制来分析和诊断问题；(c)用整套先进控制器和工具来改善控制性能；(d)用全面、自动化报告来监控以维持改进；和(e)使用多个感应设备进行远距离监测并依照系统输出对催化剂进料及其它操作条件做出调整，同时减少对人交互作用，例如监测和手动改变催化剂进料程序及其它工艺变量的依赖。这种系统可以由多家商业供应商建立，例如上面确定的那些，并且可以并入FCC设备。在某些实施方式中，监测系统可以包括可分布遍及FCC设备的传感器，以监测给料和产品特性及反应条件。在某些实施方式中，传感器可以经由与系统的硬接线连接与DCS控制系统交流。在某些其它实施方式中，传感器可被设定为经由无线或RFID交流方式与DCS控制系统交流。因此，如图3所示，虽然DCS设备未显示与FCC设备中存在的流控制阀或传感器有硬接线连结，但是应该理解DCS与FCC设备在操作上相连。
现在参考图2，显示流化床催化裂化(“FCC”)设备实施例的大体示意图。在某些实施方式中，流化床催化裂化设备可以包括上流式反应区。
本文所述FCC工艺使用如图3和4所示的单个分离-汽提容器内的提升器(上流型)反应器，和包含大孔和中孔、形状选择性沸石组分的裂化催化剂，可以提高包括丙烯在内的轻烯烃生产。
图3为FCC设备的操作实施例，其可与DCS系统(“工艺控制”)结合，目标是优化丙烯生产。下面提供了与DCS系统结合的FCC设备的操作。
气/油或液体给料，例如石脑油或烃油，可经线路10进入混合区7。如图3和4所示的工艺控制(DCS)30可以与FCC设备结合，并用于开发工艺控制模型。流经线路10的给料受DCS30和流控制阀40的监测和控制，意味着控制和优化策略将改变这个流动目标值(valueofthis flow target)，使更多的给料进入FCC设备，前提是考虑了工艺约束，例如，阀开口、压力和温度限制，并且达到FCC产品规定。给料10与经线路17由催化剂加料斗6提供至混合区7的再生催化剂混合。使用流控制器阀41控制进入混合区7的催化剂量。使用开发好的FCC设备工艺模型和设计用于(a)将能量和催化剂成本降至最低，(b)改进FCC产品质量，和(c)增加单位产量的优化策略，可以优化经线路17和流控制器41的催化剂流。
可以使用运行数据以及在真实车间的试验和检测来开发工艺模型。模型使用操纵变量(操作员可以在工艺上改变的变量)与控制变量(基于操纵变量的变化而改变的工艺变量)之间的数学关系。
混合物向下流经反应区1，在这里烃油裂化反应在高的反应温度和短时间接触下发生。然后，用过的催化剂、未反应给料和来自反应区1的产物的混合物，进入位于反应区1下面的气固分离区2。在某些实施方式中，气固分离区2可以是旋风分离器型装置。用过的催化剂在分离区2中与裂化物和未反应给料油分离。然后催化剂可经由料腿(dip leg)9被送入汽提区3。与大部分用过的催化剂分离的烃气体可经线路26被送至二级分离器8，在这里剩余的用过的催化剂可从产物气体中分离。然后将烃气体送至产品回收区。
在某些实施方式中，优选使用旋风分离器作为二级分离器8。由二级分离器8分离的催化剂经由线路23进入汽提区3，在这里可以使用经线路11进入汽提区的汽提气体来除去催化剂吸附的重烃。用流控制阀42来控制汽提气体流。可以控制策略来控制和优化经由线路11的汽提气体流，以达到以下目的(a)将能量和催化剂成本(其是催化剂钝化的函数)降至最低，(b)改进FCC产品质量，和(c)增加单位产量。
锅炉中产生的蒸汽，或者例如氮的惰性气体，在压缩器中被加压，可用作汽提气体。汽提区使用的蒸汽或惰性气体，可被加压或加热至工艺模型计算所得的优化值，从而(a)将能量和催化剂成本降至最低，(b)改进FCC产品质量，和(c)增加单位产量。
在某些实施方式中，对于汽提条件，优选500℃至640℃的汽提温度和1至10分钟的催化剂滞留时间。可以使用工艺模型来控制和优化汽提温度值和滞留值，从而(a)将能量和催化剂成本降至最低，(b)改进FCC产品质量，和(c)增加单位产量。
由汽提区3的用过的催化剂中汽提得到的裂化产物和未反应给料油的蒸汽，经由位于汽提区顶部的线路12，与汽提气体一起被收回。这些气体随后被送至产品回收区(未显示)，或者经由线路12被送至二级分离器8。流控制阀43控制线路12中的气体流。
用过的汽提后的催化剂经由通常水平控制器经线路22被转移至再生区4。流控制器阀44可以控制进入再生区4的流。新催化剂可经由可以包括流控制器阀(未显示)的线路13进入系统。可以控制并优化流控制器从而(a)将能量和催化剂成本降至最低，(b)改进FCC产品质量，和(c)增加FCC单位产量。
汽提区3中的表观气体速度可以维持在0.05至0.4m/s，以保持汽提区中的流化床为泡沫相。由于泡沫相区里的气体速度相对较低，所以汽提气体的消耗可以降至最低。此外，由于床密度较高，在泡沫相条件期间，线路13的操作压力范围可能较宽，因此有助于将催化剂颗粒从汽提区3运送至再生区4。汽提区3可以使用穿孔托盘或其它内部结构以改善汽提气体与催化剂之间的汽提效率。再生区4包括顶部与垂直线5(提升器型再生器)相连的锥形柱。用过的催化剂用可经由线路14进入再生区4的燃烧气体(通常为含氧气体，例如空气)进行再生。
通过在流化条件下部分或完全燃烧裂化反应产生的含碳物(焦炭)和用过的催化剂上吸附的重烃，实现再生。
再生区4中催化剂滞留时间可以为1至5分钟，表观气体速度可优选为0.4至1.2m/s。自动控制技术中使用的控制和优化策略，可用于计算催化剂滞留时间和表观气体速度的最佳值。这可以通过分析FCC设备的操作数据或来自FCC工艺检测的数据，并检测滞留时间和表观气体速度的最佳值来完成，获得以下目标：(a)将能量和催化剂成本降至最低；(b)最佳化丙烯产品质量；和(c)增加单位产量。
用过的催化剂在再生区4再生之后，湍流相(turbulent phase)流化床上部的再生催化剂被转移至提升器型再生器5。将来自提升器型再生器5的再生催化剂，带入位于提升器型再生器顶部的催化剂加料斗6中。催化剂加料斗6，用作气固分离器，在这里包含焦炭燃烧副产物的废气，可以与再生催化剂分离并经由线路25穿过二级分离器15被除去。线路25可以包括流控制器阀46。二级分离器经由线路27供给。催化剂经由线路24从二级分离器15返回至催化剂加料斗6。在某些实施方式中，二级分离器15可以是旋风型分离器。
催化剂加料斗6中的部分再生催化剂，可以通过配有流控制器阀45的旁路线路16返回至再生区4。这个流控制器45，可经控制并优化以达到(a)将能量和催化剂成本降至最低；(b)改善FCC产品质量；和(c)增加单位产量。
可从线路19和/或线路12取出部分FCC产物，并经由可配有流控制器阀47的旁路线路20返回至混合区7。该产物经线路20再循环，并且流控制器47可经控制和优化，以达到(a)将能量和催化剂成本降至最低；(b)改进FCC产品质量；和(c)增加单位产量。
如上所述，FCC催化剂在装置中经反应区1、气固分离区2、汽提区3、再生区4、提升器型再生区5、催化剂加料斗6和混合区7循环。
另一个实施方式包括将催化剂从催化剂进料系统加入被设计为最大化烯烃生产的FCC设备的方法，该方法包括以下步骤：将催化剂进料系统的催化剂加入流化床催化裂化设备，感应流化床催化裂化设备的输出，并且对至少一个感应到的响应18做出响应，使用早期开发的工艺模型和由优化途径的运算，自动调整催化剂的加入量，以达到以下目的：(a)将能量和催化剂成本降至最低；(b)最大化丙烯浓度；和(c)增加单位产量。
此外，可以在线安置一个或多个传感器，以监测催化剂颗粒并提供各种所需反应条件和特性的在线测量，包括但不限于，反应温度、反应压力、流速、催化剂颗粒大小、流体的化学组成、再生区温度和压力。应该理解的是，传感器可根据需要有利地遍布FCC系统安置，以获得某些所需的反应条件或反应特性。传感器可以在操作上与控制策略相连，以开发工艺模型，所述工艺模型将例如颗粒大小与其它工艺变量相联系。可以使用有关各种特性的生成信号，来优化催化剂和汽提气体的剂量以达到优化烯烃生产的目的。
可以将预热后的给料，例如烃油、真空瓦斯油或石脑油，经受控于阀进料口40的线路01加入混合区7。经该进料口的给料流是控制变量。控制和优化策略可以改变该流目标值，以允许更多给料进入FCC设备，只要考虑了工艺约束，例如阀开口、压力和温度限制，并且达到了FCC产品规定。该给料10可以与来自催化剂加料斗6的再生催化剂在混合区7混合。进入混合区7的催化剂量，可以用流控制器17来控制。催化剂流可以使用开发好的FCC设备工艺模型和被设计为(a)将能量和催化剂成本降至最低；(b)改进FCC产品质量；和(c)增加单位产量的优化策略进行优化。
先进工艺控制的另一突出好处是，该监测不同操作条件下输出的技术，记录了常规操作的“指纹”。然后该系统可以检测任何指纹偏差，而且可以生成指纹数据库并用来预测机器发生的情况。历史数据可用于检测预测系统，可提供FCC设备中潜在设备故障的早期预警。该方法可先于使用常规监测的显示而检测到某些问题。
证明使用先进工艺控制和监测好处的对比实施例如下所讨论。使用试验系统和数据报道于2002年12月26日公开的美国公开专利申请(公开号US 2002/0195373A1)，其内容通过引用而并入本文，A例代表了现有技术，其在没有先进工艺控制和监测工具的情况下实施。所引试验条件和结果如下所示：
给料：氢化脱硫(Hydrodesulfurized)Arabian轻真空瓦斯油
催化剂：HARMOREX(CCIC)
反应区温度：600℃
反应压力1.0Kg/cm2G
催化剂/油比值：15.5重量/重量
接触时间：0.4秒
再生区催化剂温度：720℃
A例结果：
转化率(重量％)95.6％
产率(重量％)：
干气4.1
丙烯18.2
丁烯22.5
汽油42.5
LCO+4.4
焦炭1.0
还进行了B例，B例同样在前述专利申请中提出，也是在没有任何先进工艺控制和监测工具的情况下实施。B例与A例的区别如下：
反应区出口温度600℃
氢分压65Kg/cm2G
催化剂/油比值14.9重量/重量
B例结果：
转化率(重量％)86.3％(对比实施例2)
产率(重量％)：
干气3.8
丙烯11.3
丁烯15.0
汽油48.7
LCO+13.7
焦炭2.7
C例的实施依照本文所包含的公开内容和教导，并且包括先进工艺控制和监测工具的应用。
C例结果包括：
转化率(重量％)97.6％(具有APC的实施例)
产率(重量％)：
干气4.2
丙烯18.7
丁烯22.95
汽油41.65
LCO+4.3
焦炭0.98
使用C例所述自动操作和监测工具的好处，包括但不限于以下方面。从A例和B例可以看出，通过改变操作条件(主要是催化剂/油比例和反应器温度)，转化率由86.3％变为95.6％，丙烯产率由11.3变为18.7，表示转化率变化约11％，丙烯产率变化约65％。这表明使用本发明所提出的在线监测和先进控制策略有很大的改进可能。
以下增加仅为先进控制获得的某些好处：单位产量增加至少3％；产品质量变化性减少至少10％。
以上实施例证明，可以优化转化率以及所期望的丙烯产品得率，能量输入可降至最低，具有先进工艺控制的好处。在该特定例子中，与基础例子相比(over base case)，先进控制和监测工具使产率改善了约2％，增加了工艺产量，降低生产变化性10％，降低能量3％。
在一个具体方面，提供了流化床催化裂化石油(petroleum oil)的方法。该方法包括以下步骤：(a)维持55至95％重量的具有少于0.6％重量的稀土金属氧化物并包含稳定Y型沸石的基础裂化催化剂，和5至40％重量的含形状选择性沸石的添加剂和基于烯烃选择性沸石总量以P2O5计约10％重量移位活化的含磷化合物；(b)使所述混合物在具有再生区、分离区和汽提区的下流型流化床催化裂化装置中500℃至650℃下反应0.05至1.2秒；(c)用工艺控制来控制新催化剂加入(federate)；(d)分离部分产物流，并再循环与给料流相混的部分未转化物料；(e)连续在线监测给料和产物表征数据，和操作条件；(f)基于步骤(e)获得的监测结果开发工艺模型；(g)将工艺性能与模型预测进行比较；和(h)使用步骤(g)中的模型来调整操作条件以优化丙烯生产产率。
所述方法的另一个特征是，反应区出口温度可以高于500℃。所述方法的另一个特征是，反应区中烃的接触时间可以为0.05至1.5秒。所述方法的另一个特征是，给料组成、产品组成和操作条件可受监测并用于开发工艺模型，然后该工艺模型可用于最大化丙烯产率。所述方法的另一个特征是，流化床催化裂化装置操作中的催化剂/油比值可以为10至42重量/重量。所述方法的另一个特征是，基础裂化催化剂中的稀土金属氧化物含量可以少于0.6％重量。所述工艺的另一个特征是，基础裂化催化剂中的稀土金属氧化物含量可以少于0.08％重量。所述工艺的另一个特征是，基础裂化催化剂中的沸石含量可以为5至55％重量，且ZSM-5为添加剂。所述工艺的另一个特征是，石油可以包括选自石脑油、原油、脱沥青油、真空瓦斯油、瓦斯油、石油残渣(petroleum residua)，和相应的氢化处理产物，及其混合物的油。
另一方面，提供了生产至少一种轻烯烃产品的方法。所述方法包括以下步骤：(a)在525℃以上温度和1至5个大气压下使包括烃混合物的给料接触；(b)混合裂化催化剂，其中所述催化剂包括含0.5至10％重量磷和0.1至10％重量金属助催化剂的ZSM-5沸石催化剂；和(c)用设计用于优化丙烯生产的工艺控制器来指导，维持在线反应器条件。
所述工艺的另一个特征是，多个传感设备可以在线分析给料和产品产率组成。所述方法的另一个特征是，用工艺模型和优化路线可以确定最佳加工条件。
另一方面，提供了流化床催化裂化石油的方法，其中石油包括石脑油。所述工艺包括以下步骤：(a)使油与裂化催化剂混合物接触；(b)使步骤(a)的所述混合物在具有再生区、分离区和汽提区的流化床催化裂化装置中525℃至650℃温度下反应，催化剂/油比值为10至42重量/重量，反应区中烃的接触时间为0.05至1.2秒；(c)监测混合物中新催化剂给料速度、给料和产品表征数据，以及加工工艺条件数据；(d)使用所述数据来开发不同操作方案的工艺模型和受控优化路线；(e)使用历史工艺数据来调整和修改模型，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率最大化；和(f)分离、回收并再循环至少一部分与给料相混的较轻石脑油裂化物，其被催化裂化为包含额外丙烯的产物，目标是以最低操作成本获得丙烯生产产率的最大化。
所述工艺的另一个特征是，给料组成、产品组成和操作条件可受监控并用于开发统计模型，然后该统计模型可用于最大化丙烯产率。所述工艺的另一个特征是，可以用(d)中的工艺模型评估(f)中未转化给料的再循环程度。
而另一方面，提供了流化床催化裂化石油的方法，其中石油包括石油重油。所述工艺包括以下步骤：(a)使石油与催化剂混合物接触，催化剂混合物由含稳定Y型沸石和稀土金属氧化物的基础裂化催化剂，和含形状选择性沸石的添加剂组成；(b)在具有再生区、分离区和汽提区的流化床催化裂化装置中接触混合物；(c)加热混合物，条件为反应区出口温度为500℃至650℃；(d)在线远距离监测作为操作工艺条件函数的催化剂给料速度、给料油和产品得率及表征数据，所得数据用于开发不同操作方案的工艺控制模型；(e)通过使用工艺检测得来的数据来优化模型，其中所述工艺检测包括偏离常规工艺条件以产生所得工艺数据，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率最大化；(f)分离、回收并再循环至少一部分与给料油相混的未裂化物料，然后其被催化裂化为包含额外丙烯的产物；和(g)提供该工艺催化剂进料系统，所述系统包括至少一个催化剂进料装置和至少一个传感器，该传感器适于确定流化床催化裂化装置中产生的丙烯产物流的组成，并提供与传感器相连的控制器，对传感器所提供的信号做出响应，使用工艺模型和由优化路线的计算，控制催化剂给料系统，以获得最低能耗和催化剂成本，同时最大化FCC产品质量和产量。
另一方面，提供了流化床催化裂化重馏分油的方法，其包括以下步骤：使油与催化剂混合物接触，催化剂混合物由60至95％重量的含稳定Y型沸石和少于0.5％重量稀土金属氧化物的基础裂化催化剂，和5至40％重量含形状选择性沸石的添加剂组成，接触发生在具有再生区、下流型反应区、分离区和汽提区的流化床催化裂化装置中，条件为反应区出口温度为580℃至630℃，催化剂/油比值为10至45重量/重量，而烃在反应区的接触时间为0.1至1.5秒，其中作为操作工艺条件函数的新催化剂给料速度、给料油速度和产物表征数据接受在线远距离监测，所得数据用于开发不同操作方案的不同工艺模型。所述工艺包括以下步骤：(a)通过工艺检测验证所述模型，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率的最大化；(b)分离、回收和再循环至少一部分与给料相混的未转化物料，然后其被催化裂化为含额外丙烯的产物；(c)通过使用所述工艺模型来优化再循环；和(d)为该工艺装配新催化剂进料系统，其包括至少一个催化剂进料装置和至少一个传感器，所述传感器适于确定流化床催化裂化设备中产生的烯烃流之组成，并装配与传感器相连的控制器，用于对传感器提供的计量(metic)做出响应，控制催化剂进料系统的加料操作，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率的最大化。
所述工艺的另一个特征是，重馏分油可以包括选自重质原油、脱沥青油、真空瓦斯油、石油残渣，和相应的氢化处理产物，及其混合物的油。
另一方面，提供了流化床催化裂化石油的工艺，其中石油包括石油瓦斯油或重油。所述工艺包括以下步骤：(a)使油与催化剂混合物接触，催化剂混合物由含稳定Y型沸石和稀土金属氧化物的基础裂化催化剂，和含形状选择性沸石的添加剂组成；(b)使混合物在具有再生区、分离区和汽提区的流化床催化裂化设备中接触；(c)裂化混合物，条件为反应区出口温度为500℃至650℃；(d)远距离在线实时监测作为操作工艺条件函数的给料速度，给料和产物表征数据，所得数据用于开发不同操作方案的统计工艺模型；和(e)使用历史工艺数据来优化模型，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率的最大化。
所述工艺的另一个特征是，至少一部分未转化的裂化物料可以被再循环，其最终被催化裂化为包含额外丙烯的产物。所述工艺的另一个特征是，可提供工艺催化剂进料系统，其包括催化剂进料系统装置和至少一个传感器，该传感器适于指出催化裂化设备中产生的产物流组成，并提供与传感器相连的工艺模型，用于对优化工艺模型所提供的响应做出响应，控制催化剂给料系统的加料操作。所述工艺的另一个特征是，石油可以包括选自石脑油、原油、脱沥青油、真空瓦斯油、石油残渣，和相应的氢化处理产物，及其混合物的油。
另一方面，本发明涉及流化床催化裂化重馏分油的方法。所述方法包括以下步骤：(a)将重馏分油加入下流式反应区入口，使重馏分油与再生催化剂接触，催化裂化的发生条件为接触时间为0.1至3.0秒，反应区出口温度为500℃以上，催化剂/油比值为10至50重量/重量，获得裂化产物、未反应物料和用过的催化剂的混合物，将用过的催化剂从混合物中分离；在汽提区将烃从催化剂中汽提，在再生区得到再生催化剂，在反应区入口再循环再生催化剂；(b)裂化所述混合物，条件为反应区出口温度为500℃至650℃；(c)远距离在线实时监测作为操作工艺条件函数的给料速度、给料和产物表征数据，所得数据用于开发不同操作方案的工艺模型；和(d)使用历史工艺数据来优化，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率的最大化；(e)再循环至少一部分与给料相混的未转化裂化物，其最终被催化裂化为含额外丙烯的产物；(f)提供工艺催化剂进料系统，其包括至少一个催化剂进料装置和至少一个传感器，该传感器适于提供催化裂化设备中产生的产物流之组成，并提供与传感器相连的控制器，用于对传感器提供的计量(metic)做出响应，控制新催化剂进料系统，其中催化剂加料流控制阀的开放由DCS控制循环计算得来的信号所决定，目标是优化丙烯生产。
所述工艺的另一个特征是，石油可包括选自石脑油、原油、脱沥青油、真空瓦斯油、石油残渣，和相应的氢化处理产物，及其混合物的油。
而另一方面，提供了流化床催化裂化重馏分油的方法。所述方法包括以下步骤：(a)将重馏分油加入下流式反应区入口，使重馏分油与再生催化剂接触，催化裂化发生的条件为接触时间为0.1至3.0秒，反应区出口温度为500℃以上，催化剂/油比值为10至50重量/重量，获得裂化产物、未反应物料和用过的催化剂的混合物，将用过的催化剂从混合物中分离；在汽提区中将烃从催化剂汽提，在再生区获得再生催化剂，在反应区入口再循环再生催化剂；(b)裂化所述混合物，条件为反应区出口温度为500℃至650℃；(c)远距离在线实时监测作为操作工艺条件函数的给料速度、给料和产物表征数据，所得数据用于开发不同操作方案的工艺模型；和(d)使用历史工艺数据和车间检测来优化模型，目标是以最低操作成本获得丙烯生产得率的最大化；(e)再循环至少一部分与给料相混的未转化裂化物料，其最终被催化裂化为含额外丙烯的产物；(f)提供工艺催化剂进料系统，其包括至少一个催化剂进料装置和至少一个传感器，该传感器适于提供催化裂化设备中产生的产物流之组成，并提供与传感器相连的控制器，用于对传感器提供的计量(metic)做出响应，控制催化剂进料系统的加料操作；和(g)通过使用先进工艺策略和在线传感器(用于分析FCCU产物)来优化流化床裂化工艺变量以最大化烯烃质量和给料流，其中先进控制使用一个或多个感应变量、调节器位置以及工艺模型和经济变量(包括单位给料成本、中间体产物、流单位成本、催化剂成本及其它与操作成本相关的参数)。
所述工艺的另一个特征是，石油可以包括选自石脑油、原油、脱沥青油、真空瓦斯油、石油残渣，和相应的氢化处理产物，及其混合物的油。所述工艺的另一个特征是，可提供颗粒大小传感器以在线监测FCC用过的催化剂的大小以提供在线测量，其中信号与控制策略相连以开发将颗粒大小与其它工艺变量相联系的工艺模型。所述工艺的另一个特征是，可使用颗粒大小颗粒信号来优化催化剂和汽提气体的剂量以优化烯烃生产。
参考具体组成、有效性理论等对本发明进行了描述，对本技术领域人员显而易见的是，本发明不受这些例证性实施方式或机制的限制，可对本发明进行修改，而不脱离附加权利要求书所规定的本发明的范围或精神。期望所有这些显而易见的修改和变化都包括在附加权利要求书所规定的本发明范围内。权利要求书旨在覆盖所要求的组分和任意顺序的步骤，只要其对于达到预期目标是有效的，除非上下文另有明确相反指出。本文所公开的具体工艺实施例被认为是主要为例证目的的。本领域技术人员无疑会做出超出所述内容的各种变化，而这些变化应理解是构成本发明的一部分，因此它们属于本权利要求书的精神和范围。

Claims (19)

1.一种流化床催化裂化石油给料的方法，其包括：
使油给料与裂化催化剂混合物接触，所述裂化催化剂混合物包括：
55至95％重量的基础裂化催化剂，所述基础裂化催化剂含稳定Y型沸石和少于0.6％重量稀土金属氧化物，
5至45％重量的含形状选择性沸石的添加剂，和
至多10％重量的含磷化合物；
使裂化催化剂混合物与油给料在维持在500℃至650℃的流化床催化裂化装置的反应区里反应，接触时间约为0.05至3.0秒，以获得产物流、未反应油给料和用过的催化剂的混合物；
其中由工艺控制来控制向反应区加入油给料和催化剂；和
从用过的催化剂和未反应油给料中分离并收集产物流；
其中工艺控制包括以下步骤：
连续监测给料数据、产物表征数据和操作条件；
基于监测的给料数据、产物表征数据和操作条件，开发工艺模型；
将工艺性能与工艺模型进行比较；和
调整操作条件以优化丙烯生产产率。
2.权利要求1的方法，其中流化床催化裂化装置是下流式流化床催化裂化反应器。
3.权利要求1的方法，其中流化床催化裂化装置还包括再生区、分离区和汽提区。
4.权利要求3的方法，其中分离区包括旋风分离器。
5.权利要求3的方法，其中流化床催化裂化装置还包括与分离区相连的二级分离器。
6.权利要求3的方法，其中流化床催化裂化装置还包括催化剂加料斗，用于向反应区供给新催化剂。
7.权利要求1的方法，其还包括将未反应的油给料再循环至反应区。
8.权利要求1的方法，其还包括在再生区再生用过的催化剂。
9.权利要求1的方法，其中至少一部分产物流被再循环至反应区。
10.权利要求1的方法，其中反应区出口温度高于500℃。
11.权利要求1的方法，其中催化剂与石油给料在反应区中的接触时间为0.1至1.5秒。
12.权利要求1的方法，其中催化剂与石油给料在反应区中的接触时间为0.2至0.9秒。
13.权利要求1的方法，其中给料组成、产物组成和操作条件可被监测并用于开发工艺模型，然后该工艺模型用于最大化丙烯产率。
14.权利要求1的方法，其中流化床催化裂化装置中催化剂/油比值为10至50重量/重量。
15.权利要求1的方法，其中基础裂化催化剂中稀土金属氧化物的含量少于0.08％重量。
16.权利要求1的方法，其中所述添加剂为ZSM-5。
17.权利要求1的方法，其中石油给料选自以下的油：石脑油、原油、脱沥青油、真空瓦斯油、瓦斯油、石油残渣、氢化处理后的石油产物，及其混合物。
18.权利要求1的方法，其中裂化催化剂混合物与油给料的反应在1至5大气压的压力下进行。
19.权利要求1的方法，其中所述基础裂化催化剂包括0.1至10％重量的金属助催化剂。
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