CN101687130B - 使用反应区由重质催化裂化进料和至少一种由c5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明设计包含至少两个流化反应器——用于裂化重烃馏分的主反应器和用于裂化一种或多种轻馏分的另一附加反应器——的反应区，这两个反应器的流出物在共用气固分离和骤冷区中处理。因为以最佳方式控制反应区中的热降解反应，性能提高。

Description

使用反应区由重质催化裂化进料和至少一种由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法
发明领域
催化裂化工艺(FCC)可以通过在酸催化剂存在下裂化重质进料的分子来将沸点通常高于340℃的重质烃进料转化成更轻的烃级分(fraction)。 
该FCC工艺基本产生汽油和LPG(液化石油气)以及被标作LCO和HCO的更重馏分(cut)。 
FCC的副产物之一是丙烯，其大量存在于LPG中。丙烯可以与生产来供给石油化工总厂的其它气体分离。多年来，丙烯需求量的巨大增加促使精炼者越来越多地通过催化裂化制造丙烯。一种已知解决方案包括裂化比主进料轻并优选含有显著量的通常具有5个或更多碳原子(标作C5＝+)的长链烯烃的烃馏分，所述馏分衍生自通过FCC裂化重质进料而制成的汽油、或来自C4＝+烯烃低聚装置、或来自生产长链烯烃的任何其它工艺。 
可以在与加工重质烃进料相同的反应器中或在专用反应器中在更有利于产生显著量丙烯的操作条件下进行该裂化。 
本发明的目标是描述可以将来自重馏分转化反应器的流出物的分离与来自一个或多个专用于轻馏分转化的反应器的流出物的分离整合的反应区。 
结果是改进重馏分转化反应器的功能，因为该反应器中的稀相中的气体循环保持受控并且不再必需用蒸汽吹扫这一低循环区来消除死区。 
本发明还有利地允许使用轻馏分转化反应器的骤冷剂(quench)来骤冷重馏分转化反应器的流出物。 
在下文中，为使用技术人员的术语，长管形式并使用输送床运行的流化床催化裂化反应器被称作提升管(riser)。这一术语通常描述其中的气体和催化剂流是上行并流的反应器。也可以在以输送床模式运行但其中气体和催化剂作为下行流流动的相同长管式反应器中进行反应。在下文中，为简化起见，使用术语“提升管”，该术语包括以 下降管(dropper)形式操作的可能性。 
来自重馏分FCC装置的主进料通常是基本(即至少80％)含有沸点高于340℃的分子的烃或烃混合物。这种进料含有有限量的金属(Ni+V)，通常少于50ppm，优选少于20ppm，和通常大于11重量％的氢含量。还优选将氮含量限制为低于0.5重量％。 
该进料中的康拉逊残炭量(通过美国标准ASTM D 482确定)在很大程度上决定FCC装置的尺寸以满足热平衡。 
根据进料中的康拉逊残炭，焦炭产率意味着装置尺寸必须特定以满足热平衡。因此，如果进料的康拉逊残炭小于3重量％，可以通过在总燃烧流化床中燃烧焦炭来运行FCC装置，从而满足热平衡。 
对康拉逊残炭大于3重量％的更重进料而言，可以采用能满足热平衡的其它解决方案，如部分燃烧再生、不存在空气时的部分再生与使用过量空气的再生的联合、或R2R工艺的双重再生。 
将气化时吸收过量热的再循环的裂化馏分注入提升管也是用于满足热平衡的可行解决方案。最后，将交换器(在本领域中常被称作cat冷却器)置入再生区可例如通过产生蒸气和冷却该催化剂来吸收部分余热。 
通过使用一项或多项上述技术，可以通过催化裂化法转化康拉逊残炭小于15重量％，优选小于10重量％的重馏分。 
重馏分的催化裂化产生从干气到转化残渣范围的流出物。下列馏分被归类为流出物，且常规上根据它们的组成或它们的沸点进行定义： 
·干和酸气体(基本是：H2、H2S、C1、C2)； 
·含C3-C4分子的液化石油气； 
·含沸点小于220℃(标准分馏点)的更重烃的汽油； 
·具有标准220-360℃沸程的瓦斯油，其高度芳族并因此被称作LCO(轻循环油)； 
·沸点高于360℃的转化残渣。 
可以再循环某些馏分以将它们催化地再裂化。 
也可以再循环直接由FCC制成的馏分或由FCC制成但已经经过后继转换的馏分。例如，可以裂化来自FCC的沸点范围为C5-150℃并富含烯烃的轻汽油以利于制造丙烯。 
也可以从该流出物中分离富含C4-C5分子的馏分，使该馏分中的烯烃低聚，然后裂化该低聚产物(oligomerate)。 
也可以考虑回收LCO，将其氢化，然后将该馏分裂化，其届时表现出更有利于催化裂化的改进的性质。
许多组合是可行的。也可以考虑向FCC中注入来自其它工艺的轻馏分以将它们催化转化。因此，例如，可以考虑催化裂化石化石脑油。 
也可以考虑催化裂化衍生自植物或动物来源的轻质烃馏分。这类进料由基本含有甘油三酯和脂肪酸或酯的全植物油和动物脂肪构成，其中烃脂肪链含有6至25个碳原子。这些油可以是African油、棕榈仁油、椰子油(coprah oil)、蓖麻油或棉籽油、花生油、亚麻籽油和海甘蓝油(crambe oil)、芫荽油、和衍生自例如葵花或油菜籽或通过基因变异或杂交制成的任何油。 
也可以使用油炸油、各种动物油，如鱼油、牛脂油或板油。 
这些进料几乎或完全没有不含芳烃的含硫和含氮的化合物。 
有利地，这种类型的进料、植物油或动物油在其用在本发明的方法中之前可以初始经过预处理或预精制步骤以使用合适的处理消除各种污染物。 
被定义为含有至少80重量％沸点小于340℃的分子并包括上一段的植物油和动物脂肪的轻馏分的催化裂化可以显著改进重馏分FCC的产率结构： 
·首先，改变选择性。例如，通过使随后裂化的C4-C5馏分低聚，进行C4-C5馏分的间接转化以产生富含烯烃的C3馏分； 
·其次，轻质注入馏分的反应热通过吸热改变装置的热平衡，这促进催化剂的循环，因为所形成的焦炭量小于重馏分的情况。C/O比率得到改进并促进重馏分的催化转化。 
现有技术的考察 
技术人员认识到，通过通常比重馏分更剧烈的条件促进轻馏分的催化裂化。 
术语“更剧烈的条件”是指更高裂化温度、更高催化剂循环和更长停留时间。 
例如，为了有效裂化汽油(其被视为轻馏分)，温度(通常 530-700℃)、C/O(通常10-30)和停留时间(1秒-30秒)方面的条件明显比用于重馏分裂化的条件更剧烈。 
能够在不同的剧烈条件下裂化不同油馏分的两个独立反应区的组合是技术人员已知的。因此可以在主反应器中裂化重质烃馏分，从而产生大量汽油和LPG，并在专用次级反应器中再裂化所制成的含长链C5+烯烃(它们在丙烯制造中特别具反应性)的部分汽油。 
也可以在专用次级反应器中再裂化一部分C4-C5烯烃，它们之前已低聚形成长链烯烃。 
如果再循环到该次级反应器中的馏分由来自C4-C5馏分的特别具反应性的低聚物构成，所述再裂化可以在不降低总汽油产量的同时显著提高丙烯产量。 
技术人员也认识到，用具有形式选择性的特定沸石，如ZSM-5补充FCC催化剂(基本由促进催化裂化朝产生汽油进行的USY沸石构成)可以促进丙烯生成。 
在提升管出口，将气态流出物与催化剂颗粒分离以停止催化反应和从反应器中迅速排出气态流出物。 
还可以尽可能地限制由于它们长期暴露在与在提升管出口遇到的温度接近的温度水平而造成的流出物热降解。为此，已经开发出气固分离技术以促进气体流出物和催化剂在提升管出口处的迅速分离。 
因此，欧洲专利EP-A-1017762描述了包含以交替方式围绕提升管排列的一组分离室和汽提室的气固分离系统。该系统可同时进行下列操作： 
·在分离室中分离气体和颗粒； 
·经由尽量降低烃夹带的线路向汽提器中引入在分离室中分离出的大部分催化剂；
·气体从分离室通入汽提室，其可以完成气体和催化剂颗粒之间的分离并将所述气体与来自汽提器的流出物混合； 
·将来自汽提器和汽提室的所有气态流出物迅速排空至反应器旋风分离器以在离开反应器之前最终分离。 
还可以骤冷反应流出物以限制FCC反应区流出物的热降解。因此，专利US-A-5089235、US-A-5087427、US-A-5043058和WO-91/14752描述了可降低反应区下游的温度和因此限制热裂化反应 的设备。因此，在气体-颗粒分离的下游，可以注入烃，其在与反应区流出物接触时气化并因此冷却该介质。这可以注入分离器的气体出口或注入反应器的稀相。 
附图简述 
图1，根据本发明，描述了包含两个提升管——用于裂化重馏分的主提升管和用于裂化轻馏分的附加提升管——的反应区。将来自附加提升管的气体-固体流出物分两个级分排放到主反应器中，所述级分之一是基本气态的，进入所述主反应器的稀相中，在此其与主提升管的流出物混合，另一级分是基本固态的，进入主反应器的密相中。 
图2，根据本发明，描述了包含两个提升管——用于裂化重馏分的主提升管和用于裂化轻馏分的附加提升管——的反应区。来自附加提升管的气体和固体流出物在不分离的情况下一起排放到主反应器的稀相中。 
发明概述 
本发明可以被描述为反应区，其包含： 
·进行重质进料的催化裂化的主反应器(100)，包括稀相区(110)，其含有a)端接着快速分离系统(20，30)和随后次级分离系统(70)的主提升管(10)的上部；b)位于快速分离系统和次级分离系统之间的用于注射骤冷流体的装置(105)；c)位于稀相(110)上部的用于注射吹扫流体的装置(104)，所述主反应器(100)的下部进一步包含能够汽提催化剂的密相区(121)； 
·一个或多个在比主提升管(10)更高的剧烈性下运行并进行轻馏分的催化裂化的附加提升管(210)，所述附加提升管(210)与主提升管(10)并联运行； 
将来自附加提升管(210)的气体和固体流出物送往主反应器(100)的稀区(110)。 
术语来自附加提升管的“气体和固体流出物”是指由来自一个或多个附加提升管的气态反应流出物和在一个或多个附加提升管中循环的催化剂形成的组合。 
在本发明的一种优选变体中，一个或多个附加提升管(210)的 流出物先分离成含反应流出物的主要气相(221)和含裂化催化剂的主要固相(222)，将该气相送往主反应器(100)的稀相区(110)，并将固相送往主反应器(100)的密相区(121)。 
在本发明的一种优选变体中，大部分，即多于70％，优选多于80％的用于控制反应区流出物温度的骤冷流体由与来自一个或多个附加提升管的流出物(221)一起注入的骤冷流体(230)构成。 
在本发明的进一步优选变体中，大部分，即多于70％，优选多于80％的保持主反应器(100)的稀相区(110)中的特定流量(current)的吹扫流体由来自一个或多个附加提升管的流出物(221)构成。 
这意味着，在本发明的反应区中，特征在于，主反应器(100)的稀相区(110)的温度(T5)通常为490℃至520℃，且从重质进料引入主提升管(10)底部到主反应器(100)的反应流出物出口测得的试剂停留时间通常小于10秒。 
本发明也可以被描述为使用根据本发明的反应区制造丙烯的方法，其中主提升管的进料是重馏分，至少一个附加提升管的进料是含有至少30重量％烯烃的轻馏分，其中至少80％的分子具有小于340℃的沸点。 
在本发明的一种变体中，至少一个附加提升管的进料是在主提升管中制成的并含有至少30％烯烃的轻汽油(C5-150℃)。 
在本发明的另一变体中，至少一个附加提升管的进料是由来自主提升管的C4或C5轻烯烃制成的低聚汽油。 
最后，在本发明的另一变体中，至少一个附加提升管的进料也可以是植物油或动物脂肪或植物油和动物脂肪的任何混合物。 
本发明的反应区兼容于主反应器和一个或多个附加提升管中的垂直下行流。在这种情况下，术语“提升管”通常被“下降管”替代。但是，为使术语保持简单，术语“提升管”也用于下行流的具体情况。 
类似地，术语“稀相区(110)”和“密相区(121)”分别被“密区(110)”和“稀区(121)”替代。 
本发明的反应区的流体力学意义之一在于，可以使用来自一个或多个附加提升管的流出物作为主反应器流出物的骤冷流体。因此，大部分，即多于70％，优选多于80％的主反应器骤冷流体与来自一个或多个附加提升管的流出物(221)一起注入。在特定情况下也可以与 来自一个或多个附加提升管的流出物一起注入所有骤冷流体(230)。 
本发明的反应区的另一流体力学意义在于，可以省去进入主反应器的稀相中的吹扫流体(104)。 
本发明的一个目标是通过使用共用快速分离系统实现所有流出物的短停留时间，从而能够同时控制来自主提升管(10)和来自一个或多个附加提升管(210)的流出物的停留时间。 
本发明还旨在通过所述主反应器(100)的稀相(110)在受控温度条件下的强吹扫来改进主反应器(100)的功能。 
最后，本发明的另一优点在于下述事实：主提升管(10)的气态流出物更有效地局限在快速分离器中且不可能从位于所述快速分离器周围的稀区(110)逸出，这确保更好地控制这些流出物在快速分离系统中的停留时间。 
发明详述 
在下列描述中，为清楚起见，术语“反应区”用于由用来催化裂化重质烃馏分的主提升管、用来在比裂化重馏分的条件更剧烈的条件下裂化轻质烃馏分的一个或多个附加提升管、和位于主提升管末端并为该提升管组装件所共用的快速分离系统构成的组装件。 
术语“反应器”或有时为避免含混，“主反应器”，是指由主提升管上部、安装在主提升管出口处的快速分离系统、连接到该快速分离系统上的旋风分离器和位于该反应器下部的密汽提床(也称作汽提器)形成的组装件。 
由此方式指定的反应器包含在室(100)中，该室因此包括标作(110)的稀区和标作(121)的密区或汽提器。为简化起见，用限定该反应器的室(100)标识该反应器。 
本发明的反应区因此可以被定义为主反应器(100)和一个或多个附加提升管(210)的组合。 
本发明因此描述了由可进行重质烃馏分(下文称作重质进料)的催化裂化的主提升管(10)和一个或多个可裂化轻馏分(这些馏分可能是任何来源的石脑油、之前可能已低聚的部分不饱和烃，如C4或C5烯烃，或最后，植物油或动物脂肪)的附加提升管(210)构成的反应区。 
本发明的反应区的特征在于下述事实：使用共用快速分离系统进行来自主提升管和附加提升管的气体-固体流出物的分离。 
这种共用快速分离系统安装在用于裂化重质进料的主提升管(10)的出口处。 
图1显示了本发明的反应区的一个实施方案。主提升管(10)端接着包含吹扫装置(104)和骤冷流出物的装置(105)的快速分离系统。 
为优化这种快速分离器的功能，从汽提器(120)经由开口(26)(其将汽提室(30)与主反应器(100)的稀区(110)连通)的气体流速必须充足。 
经由这些开口(26)上行的气流能使来自提升管(10)的烃容纳于汽提室(30)中。更确切地，其可以防止提升管(10)的流出物渗入稀区(110)——具有低循环速度的区域，它们可能在此长期停留并由于所述稀区(110)中占主导的相对高温而热降解。
此外，由于透过反应器稀区(110)的壁的热流失，这可能造成所述区域(110)的壁与高速流区域(20，30，40，50，60，73，70)相比显著冷却。 
这种冷却可能多达一百度，并可能在所述冷壁上(更确切在气体循环速率低的区域中)造成焦炭形成。为避免这种现象——其可能造成装置停机，可以将气态流体注入反应器顶部(104)，该气态流体不断更新区域(110)中的气体体积并因此避免可能热降解的烃的积聚。 
注入反应器(104)顶部的气体，称作吹扫气，通常是蒸汽，但其也可以是在稀区(110)中遇到的条件，即通常400-550℃下不会热降解的另一轻质气体。 
本发明提供了可用来自一个或多个附加提升管(210)(在此发生轻馏分的高剧烈度裂化)的气态流出物替代大部分或甚至全部吹扫气(104)的解决方案。 
下文描述主提升管(10)和包含在主反应器(100)的稀区(110)中的快速分离系统。 
在提升管(10)底端引入来自再生区(图1中未显示)的再生催化剂(1)。用在提升管(10)底部的温度和压力条件下不能冷凝的 充入气体使该催化剂保持流化态。可通过注入基本气态流体(蒸汽、轻质烃)(11)来将其加速以优化与重质进料的接触。 
使用可以将液态的所述进料雾化成细滴的装置(12)将重质进料引入与催化剂接触的反应区。 
可以使用位于重质进料(12)注射点下游(在反应流体的流动方向上)的装置(13，14)引入基本液态流体。在气化时，这种液体(13)，(14)会降低反应介质的温度，从而优化沿提升管(10)的温度分布。 
在裂化反应的作用下，建立轴向速度分布，其可将催化剂输送至提升管(10)的整个长度。 
在提升管(10)的出口处，在快速分离装置(20，30)中分离气态烃和催化剂，该快速分离装置由围绕提升管(10)上端布置的与一个或多个汽提室(30)交替的一个或多个分离室(20)排列构成。 
来自提升管(10)的气体-固体混合物经由入口段(21)渗入分离室(20)，并在离心力作用下，固体颗粒朝分离室(20)的外壁迁移，由此分离气体。固体颗粒经由催化剂专用的朝下的出口(22)离开分离室(20)并通入密汽提床(121)。 
该气体围绕偏转器(23)旋转并经由与相邻汽提室(30)连通的开口(25)侧向离开分离室(20)。 
该气体-固体混合物在分离室(20)的入口段(21)中的速度通常为10米/秒至40米/秒，优选15米/秒至25米/秒。 
催化剂在分离室(20)的出口段(22)中的表面流速通常为10千克/秒.平方米至300千克/秒.平方米，优选50千克/秒.平方米至200千克/秒.平方米，以限制不合意地随该催化剂夹带的烃蒸气。 
通过开口(25)的气体速度通常为10米/秒至40米/秒，优选15米/秒至30米/秒。 
使该通入汽提室(30)的气体与经由位于汽提室(30)下部的开口(26)渗入汽提室(30)的来自汽提器(121)的气体混合。应该指出，来自汽提器(121)的气体只能经开口(26)排出。与催化剂对流经过出口(22)的来自汽提器的任何少量气体随后都会进入汽提室(30)。 
经由位于汽提室(30)上部的共用出口(29)排出来自汽提室(30)的气体，该共用出口(29)经由垂直线路(40，60)然后水平线路(73) 与通常由旋风分离器(70)构成的次级分离系统连通。 
可以在垂直线路(40，60)中设置可吸收提升管(10)上部与提升管(10)下部之间的膨胀差的机械装置(50)。 
进入旋风分离器(70)的气体中的固体浓度通常是提升管(10)上部的大约1/4小。 
经过旋风分离器(70)后的已汽提的流出物随后经由线路(71，80)从反应器中排出并经由通常位于所述反应器(100)顶部的线路(101)离开主反应器(100)。 
使用这种装置，通常可以在少于5秒内排空烃流出物，这一时间相当于在提升管(10)的出口(21)和反应器(100)的出口(101)之间花费的时间。总体而言，反应流体从引入主提升管(10)底部到离开反应器(100)的停留时间通常少于10秒。 
为了限制流出物的热降解，当在提升管(10)出口处的温度高时，可以在出口(29)的下游，例如在垂直线路(40)处使用用于引入基本液态流体(105)的装置注入所述流体(105)，所述装置能使该流体迅速蒸发以造成流体温度显著下降。 
明确地，这种冷却流体(105)也可以注入线路(60)或线路(73)中。 
这种冷却流体，也称作骤冷流体，通常是在其注入的区域中主导的条件下可蒸发的烃。这种流体可以是例如来自主裂化的LCO(轻循环油)。 
经由出口(22)从分离室(20)中排出的催化剂流入构成反应器(100)的下部的充当密流化床(121)的汽提区，在此，在各种料位(120，130)引入的蒸汽可流化该催化剂并促进吸附在所述催化剂上的烃解吸。 
可以在汽提区(121)中的各种位置并入促进下行催化剂和上行蒸气之间的对流接触的结构化或内填充元件(140)。汽提蒸气和解吸的烃离开汽提区(121)，通向反应器(100)的稀区(110)。 
汽提过的催化剂经由线路(103)从汽提区(121)中排出并进入再生区(图1中未显示)。 
所有气体(汽提蒸气(102)和(120)以及解吸的烃)随后经由开口(26)通入汽提室(30)，在此维持通常1米/秒至5米/秒，优 选1.5至4米/秒的优化上行速度。应该指出，这种速度影响汽提室(30)的效率，因为所述汽提室(30)的内部可能含有经由开口(25)来自分离室(20)的气体。 
与主提升管(10)基本平行地设置具有长管状的附加提升管(210)以进行轻馏分的催化转化。图1显示了单个附加提升管，但本发明包括与主提升管(10)基本平行地设置多个附加提升管的情况，这些附加提升管各自能够裂化不同的轻质进料。 
向附加提升管(210)中加入来自与用于再生在主提升管(10)中循环的催化剂的再生区相同的再生区(图2中未显示)的催化剂物流(201)。 
可以在提升管(210)入口处引入基本气态的流体(211)以调节该催化剂的流化流。经由促进轻质进料(212)与催化剂之间的均匀接触的装置将要裂化的轻馏分(212)引入提升管(210)。用于引入要裂化的轻馏分(212)的这些装置可以具有与用于将重质进料(12)引入主提升管(10)的那些装置相同的类型。 
任选可以沿附加提升管(210)的长度在轻馏分引入点(212)下游引入其它轻馏分(图1中未显示)，从而也与该催化剂反应。 
使用轻馏分时，主要由于较少的焦炭沉积，催化剂的钝化较低，可以例如在轻质进料第一注射点(212)下游注入反应性更高的进料。 
在图1所示的本发明的一种优选变体中，在提升管(210)的出口处，在附加提升管(210)的出口处安装初期气固分离器(220)。 
在图1中，这种气固分离系统以旋风分离器(220)为代表，但可以使用任何其它气固分离系统，例如可以考虑如置于提升管(210)上端的T形管之类的分离器并落在本发明的反应区的范围内。 
这种分离器(220)通常回收至少70％的固体颗粒，它们经由分离器出口(222)再引入主反应器，该出口(222)靠近主反应器(100)的汽提区(121)的流化床位面。 
术语“靠近”是指在主反应器(100)的汽提区(121)的密床位面上方或下方的大约5米，优选大约3米的距离。 
将清洁过的流出物(221)在所述稀相(110)的任何料位再引入主反应器(100)的稀相(110)中，但优选引入所述区域的上部。 
由于附加提升管(210)中的温度通常明显高于主提升管(10) 中的温度，骤冷流体(230)的注入可以限制流出物(221)的温度。这种骤冷流体通常引入分离装置(220)的出口线路。 
因此可以充分冷却该流出物(221)以防止它们在附加提升管(210)的下游热降解。来自附加提升管(210)的冷却的流出物吹扫主反应器(10)的稀区(110)并通过汽提室(30)的开口(26)，在此它们与来自主反应器(100)的气态流出物合并。 
骤冷流体(230)的注入不仅可以降低附加提升管(210)的流出物的温度，还可以将主提升管(10)的流出物的温度降至令人满意的水平，这可以减少要注入主反应器(100)的稀区(110)中的骤冷流体(105)的量。任选地，在一些情况下，可以省去骤冷流体(105)。 
与附加提升管(210)的流出物混合的骤冷流体(230)的注入可以像使用流体(105)的情况那样将主提升管中的流出物温度降至汽提室(30)的温度而非位于所述室下游的线路中的温度。这提高了这两种气态流出物——一种“热”，来自主提升管，而另一种已冷却，来自附加提升管——之间的混合效率。这一优点非常重要，因为随之可以比现有技术中更有效地(即不必气化骤冷液蒸发(105))在汽提室(30)上游降低反应流出物的温度，因为已冷却的附加提升管流出物(即补充了骤冷流(230)的流(221))完全处于蒸气态。 
本发明的进一步优点在于，借助该设备，恰当地吹扫主反应器(100)的稀区(110)，并通过注入骤冷流体(230)来使其温度保持受控。实际上，不建议主反应器的稀区(110)中的温度低于400℃，因为在此温度，烃气态流出物的冷凝危险显著提高。使用一个或多个附加提升管(210)流出物来吹扫主反应器的稀相(110)的优点在于，由于注入了来自一个或多个附加提升管的出口的骤冷流体(230)，这种流出物的温度低到足以限制热降解，但又足够高到限制烃的冷凝危险。实际上，在注入骤冷流体(230)后，来自一个或多个附加提升管的流出物的温度为500℃至550℃。 
与现有技术相比，本发明的反应区得到改进，因为在现有技术构造中，必须注入吹扫流体，如蒸汽(104)以吹扫稀区(110)。但是，低吹扫蒸汽(104)流速通常造成反应器(100)的稀区(110)的差吹扫，蒸汽(104)的高流速导致良好吹扫，但冒着过度冷却稀区(110)的危险。因此在现有技术中难以调节吹扫(104)流速。 
本发明的设备可以克服这一缺点，因为来自附加提升管(210)的反应流出物(221)可以替代大部分，即至少70％，优选至少80％的吹扫流体(104)。在一些情况下，甚至可以完全替代吹扫流体(104)。 
此外，通过骤冷流体(230)的量调节吹扫气体的温度。 
首先，本发明的设备可以分离出确保主反应器(100)的稀区(110)的充分吹扫所需的吹扫流体量。
其次，在稀区(110)中循环的流出物的温度基本由骤冷流体(230)控制。 
其造成的一般结果是主反应器(100)中骤冷流体(105)的流速降低，该骤冷流体(105)可以在很大程度上，例如在多于70％，优选多于80％的程度上被与来自一个或多个附加提升管的流出物(221)一起注入的骤冷流体(230)替代。 
在图2中，我们显示了本发明的另一实施方案，它与图1中描述的实施方案之间的区别在于，来自附加提升管(210)的反应流出物(250)不经过初期分离并直接送往主反应器(100)的稀区(110)。 
现在在来自附加提升管(210)的整个流出物(250)上进行附加提升管(210)出口处的骤冷(230)。 
随后通过在主反应器(100)的稀区(110)中沉降而自然发生气固分离。因此必须注入更大量的骤冷流体(230)以达到稀区(110)中的相同温度，该冷却随之不仅涉及蒸气，还涉及在附加反应器(210)的反应区中循环的整个催化剂。 
发明实施例 
为了例证实施本发明的优点，使用由中试装置实验按比例扩大的工艺模型，我们模拟了通过进行重馏分的催化裂化获得的性能，该重馏分的特征描述在表1中。 
该进料是未加氢处理的常压渣油，其至少90％在超过360℃馏出。 
该渣油的密度为935千克/立方米，氢含量为12.1重量％。该重质进料的康拉逊残炭为5.7重量％。 
在再生器中需要热交换器(cat冷却器)以弥补该装置的热平衡。 
  在15℃的密度   935kg/m3
   
  平均沸点   503℃
   
  氢含量   12.1重量％
  硫含量   1.67重量％
  氮含量   0.15重量％
  康拉逊残炭   5.7重量％
表1：进料特征
所有实施例中所用的催化剂是以150平方米/克的活性表面积(75％在沸石中，25％在基质中)为特征的含有超稳定USY沸石的平衡催化剂。该平衡催化剂中的重金属含量为4000ppm V和2000ppmNi。 
模拟许多构造以最好地阐明本申请中所述发明的优点。 
实施例1B根据现有技术，因为其仅包括一个用于加工表1的重质进料的主提升管。 
实施例2B、3B和4B也根据现有技术，因为它们相当于在不与主提升管相偶合的附加提升管中加工来自主提升管的再循环馏分。 
实施例2C、3C和4C根据本发明，因为它们相当于在附加提升管——这次根据本发明与主提升管相偶合——中加工来自主提升管的再循环馏分。 
实施例1B(现有技术) 
在实施例1B中，我们使用单反应器模拟表1中所述的重质进料的催化裂化，该反应器在其顶端带有如参照图1所述的快速分离系统。 
本实施例的价值是充当参照以确定本发明的作用： 
主提升管进料流速                294t/h 
主提升管出口处的温度            545℃ 
骤冷后的主提升管出口处的温度    525℃ 
稀相平均温度                    485℃ 
C/O比                            5.0 
汽油产量(C5-220℃)               43.9重量％ 
焦炭产量                         8.6重量％ 
丙烯产量                         4.3重量％ 
总转化率                         70.4重量％ 
骤冷流体流速，LCO(105)           16.4t/h 
吹扫流体，蒸汽，流速(104)        2.5t/h 
从再生器中提取的热(cat冷却器)    42500×106cal/h 
实施例2(对比) 
在实施例2中，我们在主提升管中模拟重质进料的催化裂化并在独立于所述主提升管(现有技术的情况2B)或与主提升管相偶合(情况2C，根据本发明)的附加提升管中模拟轻馏分的催化裂化。 
再循环到附加提升管中的馏分由下列流出物构成： 
·来自主重质进料转化提升管的C6+220℃汽油馏分，在由两个反应器构成的联合装置中制成的汽油的50％再循环； 
·基本由含至少8个碳原子的长烯烃构成的低聚汽油馏分，由主重质进料转化反应器中制成的所有C4和C5馏分的低聚产生。 
Figure G2008800217247D00151
Figure G2008800217247D00161
在实施例2中，我们看出，两个提升管的偶合提高了汽油产量和丙烯产量两者。由于所涉及的吨数，0.5点的丙烯提高是非常显著的。 
还可以看出，骤冷流体在主提升管和附加提升管之间的流量分布得以改变，82％的骤冷流体注入附加提升管，这意味着在2C的情况中，可以省略吹扫流体，并可以更有效地控制附加提升管出口处的反应终止。 
骤冷后的温度(T4)为510℃而非525℃，而一般出口温度(T3)仍为525℃。 
主反应器的稀相的温度(T5)如今为510℃而非485℃，这意味着可以在保持比情况2B(其中该稀相仅用2.5t/h蒸气吹扫)中高得多的吹扫流速的同时保持稀相中的合理温度。 
吹扫流速相当于次级提升管的进料流速和附加提升管的骤冷流速，即大约180t/h。 
附加提升管周围的稀相的吹扫不再必要。 
情况2B和2C的比较还表明，本发明的快速分离和骤冷系统的整合可以提高催化剂的循环(C/O)，其在主提升管中从5.1变成5.2，在辅提升管中从7.5变成8.0。 
还可以看出，不再需要像1B那样使用cat冷却器从再生器中提取热，第二提升管中的轻质进料裂化使得可以从总反应区中提取足够的热。 
实施例3(对比) 
在实施例3中，我们在主提升管中模拟重质进料的催化裂化并在独立于主提升管(现有技术的情况3B)或与主提升管相偶合(情况 3C，根据本发明)的附加提升管中模拟几种轻馏分的催化裂化。 
再循环到附加提升管中的馏分由下列流出物构成： 
·a)来自主重质进料转化提升管的C6+-220汽油馏分，在由两个提升管构成的联合装置中制成的汽油的75％再循环； 
·b)基本由含至少8个碳原子的长链烯烃构成的低聚汽油馏分，由主重质进料转化反应器中制成的所有C4和C5馏分的低聚产生； 
·c)由两个提升管构成的反应区制成的蒸馏范围的220℃至360℃的LCO馏分的50％。 
Figure G2008800217247D00171
在实施例3中，我们看出，两个提升管的偶合提高了汽油产量和丙烯产量两者。由于所涉及的吨数，1.1点的丙烯提高是非常显著的。 
还可以看出，骤冷流体在主提升管和附加提升管之间的流量分布 得以改变。 
主反应器的稀相的温度(T5)如今为510℃而非485℃，这意味着可以在具有比情况3B(其中该稀相仅用2.5t/h蒸气吹扫)中高得多的吹扫流速的同时使稀相中的温度保持在合理水平。 
吹扫流速相当于次级提升管的进料流速和附加提升管的骤冷流速，即大约295t/h。 
附加提升管周围的稀相的吹扫不再必要。 
情况3B和3C的比较表明，本发明的快速分离和骤冷系统的整合可以由于LCO再循环而提高主提升管中的催化剂循环(C/O从8.8变成9.3)并可以提高主提升管和次级提升管(C/O从13.7变成14.6)中的催化裂化量。 
还看出，不再必需像1B那样使用cat冷却器从再生器中提取热，因为第二提升管中的轻质进料裂化使得可以从总反应区中提取足够的热。 
实施例4(对比) 
在实施例4中，我们在主提升管中模拟重质进料的催化裂化并在独立于主提升管(现有技术的情况4B)或与主提升管相偶合(情况4C，根据本发明)的附加提升管中模拟几种轻馏分的催化裂化。再循环到附加提升管中的馏分由下列流出物构成： 
·来自主重质进料转化提升管的C6+220℃汽油馏分，在由两个反应器构成的联合装置中制成的汽油的25％再循环(不同于实施例2中的50％)； 
·基本由含至少8个碳原子的长链烯烃构成的低聚汽油馏分，由主重质进料转化反应器中制成的所有C4和C5馏分的低聚产生； 
·以62t/h的流速供应至第二提升管的由大豆油(C18甘油三酯结构，链的烯烃含量为53％)构成的烃馏分。 
在这些条件下，第二提升管中的轻质烃流速恒定并由73t/h的来自FCC和由C4-C5烯烃低聚成聚石脑油产生的汽油以及62t/h的大豆油构成。 
Figure G2008800217247D00191
在实施例4中，我们看出，两个提升管的偶合提高了汽油产量和丙烯产量两者。由于所涉及的吨数，0.5点的丙烯提高是非常显著的。 
还可以看出，骤冷流体在主提升管和附加提升管之间的流量分布得以改变，82％的骤冷流体注入附加提升管，这意味着在4C的情况中，可以省略吹扫流体，并可以更有效地控制附加提升管出口处的反应终止。 
骤冷后的温度(T4)为510℃而非525℃，而一般出口温度(T3)仍为525℃。 
主反应器的稀相的温度(T5)如今为510℃而非485℃，这意味着可以在保持比情况4B(其中该稀相仅用2.5t/h蒸气吹扫)中高得多的吹扫流速的同时保持稀相中的合理温度。 
吹扫流速相当于次级提升管的进料流速和附加提升管的骤冷流 速，即大约180t/h。 
附加提升管周围的稀相的吹扫不再必要。 
情况4B和4C的比较进一步表明，本发明的快速分离和骤冷系统的整合可以提高催化剂的循环，该C/O在主提升管中从4.9变成5.1，在次级提升管中从7.2变成7.7。 
还可以看出，不再需要像1B那样使用cat冷却器从再生器中提取热，因为第二提升管中的轻质进料裂化使得可以从总反应区中提取足够的热。 

Claims (12)

1.使用反应区由重质催化裂化进料和至少一种由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，所述反应区包含：
·进行所述重质进料的催化裂化的主反应器(100)；
·一个或多个在比主提升管(10)更高的剧烈性下运行并进行轻质进料的催化裂化的附加提升管(210)，一个或多个所述附加提升管(210)与主提升管(10)并行运行，且来自一个或多个所述附加提升管(210)的气体和固体流出物被送往主反应器(100)的稀区(110)，其中一个或多个所述附加提升管(210)的流出物初始分离成含反应流出物的主要气相(221)和含裂化催化剂的主要固相(222)，将该气相送往主反应器(100)的稀区(110)，并将该固相送往主反应器(100)的密区(121)，在该方法中：
a)至少70％的骤冷流体(105)由与一个或多个所述附加提升管(210)的含反应流出物的主要气相(221)一起注入的骤冷流体(230)构成；且
b)至少70％的位于所述稀区(110)上部的吹扫流体(104)由来自一个或多个所述附加提升管(210)的含反应流出物的主要气相(221)构成。
2.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中在所述a)中，至少80％的骤冷流体(105)由与一个或多个所述附加提升管(210)的流出物(221)一起注入的骤冷流体(230)构成。
3.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中在所述b)中，至少80％的位于所述稀区(110)上部的吹扫流体(104)由来自一个或多个所述附加提升管(210)的反应流出物(221)构成。
4.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中所述主提升管和一个或多个所述附加提升管中的流是垂直下行流。
5.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中由第一汽提蒸气(102)和第二汽提蒸气(120)以及解吸的烃构成的所有气体通过汽提室(30)的开口(26)，并具有1米/秒至5米/秒的经过所述开口(26)的上行流速。
6.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中由第一汽提蒸气(102)和第二汽提蒸气(120)以及解吸的烃构成的所有气体通过汽提室(30)的开口(26)，并具有1.5至4米/秒的经过所述开口(26)的上行流速。
7.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中所述主反应器(100)的稀相(110)的温度(T5)为490℃至520℃。
8.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中从重质进料引入所述主提升管(10)底部到所述主反应器(100)的反应流出物出口测得的试剂停留时间小于10秒。
9.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中至少一个所述附加提升管的进料是含有至少30％重量烯烃的轻馏分，其中至少80％的分子具有小于340℃的沸点。
10.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中至少一个所述附加提升管的进料是在所述主提升管中制成的并含有至少30％烯烃的C5-150℃的轻汽油。
11.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中至少一个所述附加提升管的进料是由来自所述主提升管的轻质C4或C5烯烃制成的低聚汽油。
12.根据权利要求1的由重质催化裂化进料和由C5-150℃的轻汽油构成的轻质进料制造丙烯的方法，其中至少一个所述附加提升管的进料是植物油或动物脂肪或植物油和动物脂肪的任何混合物。
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