CN103814114B - 在下流式反应器中流化催化裂化链烷烃族石脑油 - Google Patents

Abstract

提供用于生产主要由低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油组成的产品流的方法。该方法包括在下流式反应器中裂化链烷烃族石脑油原料流与再生催化剂的混合物。将该反应产物流与废催化剂分离，并随后分馏为单独的产品流，同时再生和再循环该废催化剂。

Description

在下流式反应器中流化催化裂化链烷烃族石脑油

相关申请

本申请要求2011年7月27日提交的美国临时专利申请号61/512,167的权益，其公开内容经此引用全文并入本文。

发明背景

技术领域

本发明涉及用于催化裂化链烷烃族进料流以优化低级烯烃生产，特别是丙烯生产的方法。

现有技术说明

历史上，来自原油加工单元的轻质直馏石脑油（LSRN）在流化催化裂化（FCC）单元中裂化。重质石脑油用作重整器原料以生产芳烃汽油，该方法至今仍在使用。无定形催化剂和密相裂化是FCC操作的一部分。该LSRN转化为气体、汽油和焦炭。取决于操作条件，LSRN的转化率为30%至50%。目前，所有现有FCC单元大于99%基于提升管裂化工艺，该工艺通常对链烷烃族石脑油流的裂化无效。

烯烃石脑油的催化裂化是公知的，并且目前在所有类型的FCC单元中实施。来自FCC单元、减粘裂化炉或焦化装置的再循环的裂化石脑油与烯烃石脑油可以在FCC反应器提升管中与基础原料一起容易地转化为丙烯。在这种方法中，由再循环制得的汽油具有高辛烷和芳烃含量。

但是，目前尚无商业FCC工艺可以有效地裂化LSRN并高效地生产提高比例的低级烯烃和汽油。本文中所用的“低级烯烃”是指乙烯、丙烯和丁烯。

因此合意的是提供一种方法，其中裂化链烷烃族石脑油进料流以提供轻质烯烃产品流，特别是具有高丙烯含量的产品流。该链烷烃族石脑油进料流可以获自原油常压蒸馏单元，或常压蒸馏塔（toppers），其为来自天然气回收的副产物流，或获自加氢处理器和加氢裂化器单元，或来自萃取过程的其它高链烷烃族石脑油流，或来自其它炼油厂或石化工艺。

发明概述

因此，本发明的一个目的是提供一种方法，在该方法中将链烷烃族石脑油原料流裂化以生产高比例的低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯，以及汽油。

本文中所述的方法广义上包括流化催化裂化方法，该方法以按重量计25:1至80:1的催化剂/油比在利用来自专用催化剂再生器的催化剂或催化剂体系的单独的（stand-alone）下流式反应区中采用流化催化剂将具有规定特性的链烷烃族石脑油转化为更轻质的烯烃（即乙烯、丙烯和丁烯）和芳烃汽油。

在本文中所述的用于在下流式反应器中生产主要由低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油组成的产品流的方法中，该原料流限于含有至少大约40%的链烷烃族石脑油的原料流或含有最少60重量%的混合链烷烃与环烷烃化合物的原料流。用于本文中所述方法的原料流应含有不大于10%的烯烃化合物，优选更少。随着原料流中的烯烃含量提高，链烷烃化合物的转化率降低，导致回收的反应产物流中低级烯烃低于最佳收率。

本文中所用术语“链烷烃族石脑油”和“链烷烃族石脑油原料流”包括在高至大约232℃（450℉）的戊烷（C₅）烃范围内沸腾的烃原料流，其含有大约40至80重量%的饱和链烷烃组分与小于大约10重量%的烯烃组分。“链烷烃族石脑油”还包括含有链烷烃族石脑油与环烷烃化合物的混合进料。

可用于本文中所述方法的链烷烃族石脑油原料流的特征在于高链烷烃化合物含量，其可以包括轻、中和重质链烷烃族石脑油。它们可以通过蒸馏衍生自原油，作为来自天然气回收的副产物，来自于加氢处理、加氢裂化和石脑油重整过程，或衍生自来自其它炼油厂或石化设施的其它沸程的石脑油。它们还可以包括来自合成燃料的石脑油，例如来自费托转化的石脑油，或衍生自非常规油的石脑油，所述非常规油源自煤、油砂、页岩油或热解。

本文中所用的“全馏程石脑油”是指在30℃（86℉）至200℃（392℉）之间沸腾的石油中的烃馏分。轻质石脑油是在30℃（86℉）至90℃（194℉）之间沸腾的馏分，并由具有5-6个碳原子的分子组成。重石脑油在90℃（194℉）至200℃（392℉）之间沸腾，由具有6-12个碳原子的分子组成。该链烷烃族石脑油原料流主要由饱和的链烷烃化合物构成，剩余组分可以是组成上为降序的环烷烃、芳烃和烯烃，优选烯烃构成全部流的小于10重量%。

适用于本方法的链烷烃族石脑油原料流可以来自于原油或其它常压分馏塔，以及天然气的提取过程。其还可以源自于生产含有链烷烃的烃类的其它工艺。例如，由烯烃和芳烃类型原料流生产链烷烃烃类的在炼油与石化领域所采用的加氢处理、加氢裂化和抽提过程适用于本方法。来自于天然气生产并在石脑油温度范围内沸腾的含链烷烃族石脑油气体凝析油适用于本方法。

通常，较轻密度的石脑油具有更大百分比的环烷烃化合物。含有大于大约40重量%的链烷烃类但具有高于大约315℃（599℉）的沸程并且在本领域不被认为是重质油的链烷烃原料适于在本方法中用作原料。

凝析油是天然气生产的副产物，其在组成上比通常的原油更轻。来自天然气生产的凝析油或其它轻质馏出物，如比链烷烃族石脑油沸程更重但含有高百分比的环烷烃化合物的煤油或轻柴油适于在本方法中用作原料。

含有40重量%至100重量%的具有小于20重量%重质馏分的石脑油沸程材料的凝析油或轻质原油适于在本方法中用作原料。

常见的全沸程凝析油可以由大约50%的石脑油组成，另外50%主要由最高至315℃（599℉）沸腾的煤油和柴油组成。还可以使用仅含有痕量的某些污染物（如金属卟啉和沥青烯）的沸点大于大约370℃（398℉）的原料。如本领域普通技术人员理解的那样，污染物被认为是催化剂毒物，并且还会产生不合意的化学反应。

本文中所述方法包括如下步骤：

a.将链烷烃族石脑油原料流（包括如上定义的组合的链烷烃族石脑油与环烷原料流）引入到下流式反应器的上部中；

b.将再生的催化剂引入到下流式反应器中并使其以按重量计大约25:1至80:1的催化剂对原料流的比与该链烷烃族石脑油原料流混合；

c.使催化剂与原料流混合物穿过保持在大约480℃（896℉）至700℃（1,292℉）的温度下的下流式反应器中的反应区中大约0.1至5秒的停留时间以裂化该链烷烃族石脑油；

d.将含有低级烯烃和汽油的反应产物流与废催化剂分离；

e.回收该反应产物流；并

f.将废催化剂从下流式反应器送至专门的再生容器中用于再生并再循环至下流式反应器。

附图概述

下面将参照附图更详细地描述本方法，在附图中，相同或类似的参考编号用于指代相同或类似的要素，其中：

图1是用于催化裂化链烷烃族石脑油原料流或组合的链烷烃族石脑油与环烷烃原料流的设备的实施方案的示意图；和

图2是适合用于催化裂化链烷烃族石脑油原料流或组合的链烷烃族石脑油与环烷烃原料流的设备的额外实施方案的示意图。

发明详述

本文中描述的方法与系统有效用于链烷烃族石脑油原料流（包括如上定义的组合的链烷烃族石脑油与环烷烃原料流）的流体催化裂化。将链烷烃族石脑油原料流与再生催化剂一起以按重量计大约25:1至80:1的催化剂对原料流的比引入到下流式反应器的上部中。使催化剂与原料流混合物穿过保持在大约480℃（896℉）至700℃（1,292℉）的温度下的下流式反应器中的反应区中大约0.1至5秒的停留时间以裂化该原料流。将含有低级烯烃和汽油的反应产物流与废催化剂分离并回收。将废催化剂从下流式反应器送至专门的再生容器中用于再生并再循环至下流式反应器。

为清楚起见，在所附示意图中并未包括惯常使用并为流体催化裂化领域普通技术人员公知的大量阀、温度传感器、电子过程控制器等等。也没有显示常规FCC系统中使用的附件系统，如空气供给、催化剂料斗和烟道气处理与热回收。类似地，没有显示用于储存可以添加到再生器中或从再生器中取出的补充和用过/平衡催化剂的新鲜催化剂和废催化剂料斗。

参照图1，示意性描述了系统，包括下流式催化裂化反应器10和专用催化剂再生单元20。在实施本文中所述方法时，将热的再生催化剂经传输管线28输送并引入到反应器10的上部中。进料管线13将热的链烷烃族石脑油原料流12由加热该链烷烃族石脑油进料的预热容器70引入以便与来自再生单元20的进入的再生催化剂混合。预热容器70在热交换器中例如使用过热蒸汽作为热源将进料温度提高到大约150℃（302℉）至315℃（599℉）的温度以汽化所有或大部分进料，该进料经多个注射喷嘴13A引入。将汽化的链烷烃族石脑油与催化剂的混合物送入至保持在大约480℃（896℉）至705℃（1,301℉）的温度下的反应区14中。催化剂对石脑油的比通常为按重量计大约25:1至80:1，在某些实施方案中为大约30:1至50:1。混合物在反应区中的停留时间为大约0.1至5秒，在某些实施方案中为大约0.2至2秒。

含有低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油的轻质反应产物流与裂化反应的任何其它副产物一起经由反应产物管线15移出并回收用于进一步分馏、产品回收和处理。

汽提蒸汽经蒸汽管线16进入以便从废催化剂中馏出相对容易可移出的烃。将这些气体从下流式反应器10中排出并引入到汽提塔容器17的上部中，在这里，这些组合的气体穿过一个或多个旋风分离器18并经管线15离开汽提塔容器用于根据已知方法的反应产物回收。

将来自下流式反应器10的废催化剂通过传输管线19从汽提塔容器17中排出并引入至汲取管（diptube）21（例如提升管）的下端中，该汲取管从催化剂再生器20的下部延伸。在汲取管21末端经加压空气管线22在废催化剂传输管线19下方引入加热的空气，该加压空气管线22已经穿过热交换器72或其它加热装置。在本文中提供了涉及下流式反应器10的操作的进一步细节。

下流式反应器10的构造与材料选择以及具体操作特征和参数将取决于链烷烃族石脑油进料的具体量和流速，其反过来取决于原料的来源。在下文中和在实施例中列举了某些操作条件。

如上所述，将大约680℃（1256℉）至815℃（1499℉）下的热的再生催化剂从再生器容器20例如经向下导管或管道28（通常称为传输管或立管）传输至在下流式反应器10顶部并在反应区14上方的取出井或料斗11中。在引入反应区14的混合区或进料注射区14A中之前，令热催化剂流在井11中稳定。压力稳定化管线30将下流式反应器10的顶部连接到再生器20的顶部以促进两个容器之间的压力平衡。

通过紧邻将再生催化剂引入下流式反应器10的点放置的多个进料注射喷嘴13A将链烷烃族石脑油原料注入到混合区14A中。多个注射喷嘴13A使催化剂与油彻底并均匀地混合。当链烷烃族石脑油原料接触该热催化剂时，发生裂化反应。烃裂化产物的反应蒸气和未反应的石脑油进料与催化剂混合物快速流过下流式反应器反应区的剩余部分并流入反应器底部的快速分离区31。根据本领域已知的设备与方法控制混合物在反应区中的停留时间。

在某些实施方案中，根据美国专利号6,146,597的描述构造和操作旋风分离器，其公开内容经此引用全文并入本文。这种类型的分离器的一个方面在于来自下流式反应器的催化剂与产品蒸气的反应混合物进入在相反一端用平板密封的内筒。该筒的侧表面设有多个在轴向方向上延伸并在圆周方向上等距离间隔的伸长狭缝，并且该侧表面具有相同数量的额外的弯曲或平坦的导流叶片。这些狭缝和叶片轴向延伸并改变了流动的催化剂与蒸气混合物的路径，并引导其进入内筒与第二外筒之间限定的空间。进入该环状空间的混合物被迫通过该导流叶片在该内筒体的圆周方向上螺旋流动，并且结果，固体粒子通过该螺旋流所产生的离心力从该蒸气中分离。催化剂在外筒底部离开分离器，并且蒸气在外筒顶部离开分离器。

通过打开和关闭控制再生催化剂由再生器20流动进入取出井11中和流动进入混合器14A中的催化剂滑动阀（未显示）来控制反应温度，即下流式反应器的出口温度。吸热裂化反应所需的热由再生催化剂供给。通过改变热的再生催化剂的流速，可以控制操作剧烈度或裂化条件以产生轻质烯属烃类和汽油的所需收率。

如果需要温度控制，可以恰好在分离器之前在反应区14底部附近提供用于石脑油进料、再循环裂化石脑油或其它轻质烯属烃类的骤冷注入50。该骤冷注入快速降低或停止裂化反应，并可用于控制裂化剧烈度并提供外加的工艺灵活性。

快速分离区31与下流式反应器10的端部一起容纳在称为催化剂汽提塔17的大容器的上部中。快速分离器引导反应蒸气和催化剂直接进入到顶部汽提塔容器17中。

该反应器蒸气流由快速分离器31的出口向上移动至汽提塔容器17中并与汽提的烃产品蒸气和来自容器17的催化剂汽提段的汽提气体组合，并通过常规分离装置如旋风分离器18，该装置进一步使任何夹带的催化剂粒子从该蒸气中分离。将通过旋风分离器取出的来自该分离器的催化剂经旋风分离器料腿（未显示）引导至汽提塔容器17的底部以便排放到从汽提段的快速分离器回收的催化剂床中。

在组合的蒸气流通过旋风分离器并离开汽提塔容器作为反应产物流之后，将其引导通过通常称为反应器蒸气管线15的导管或管道至合适的产品回收系统。

来自快速分离器和旋风分离器料腿的催化剂流动到包括催化剂汽提段的汽提塔反应器容器17的下段，合适的汽提气体如蒸汽经蒸汽管线16引入到该催化剂汽提段中。该汽提段装有多个导流板或规整填料（未显示），下流动的催化剂与向上流动的汽提气体（其可以是蒸汽）对流经过所述导流板或规整填料以去除任何残留在催化剂孔隙中或催化剂粒子之间的烃类。

通过一部分燃烧空气流22经终止于再生器20中的提升管21输送汽提过的废催化剂。该废催化剂随后通过经导管23引入的额外燃烧空气接触以便受控燃烧积聚的焦炭。烟道气经由导管24从再生器中移除。在再生器中，从副产物焦炭燃烧所产生的热传输至催化剂以便将其温度提高至提供用于反应器容器10中吸热裂化反应的热所需的温度。

在用于操作再生器20的方法的某些实施方案中，在裂化过程中在催化剂上生成的焦炭在密相床41中燃烧，并在其再循环至下流式反应器10之前恢复催化活性。再生该催化剂时产生的热由此通过再生催化剂由该再生器传输至下流式反应器。该热催化剂与石脑油在进入下流式反应器注射区的入口处的进料注射段中混合。该热催化剂传输汽化该链烷烃族石脑油和引发向下流动反应区中的裂化反应以如上所述裂化该链烷烃族石脑油所需的热。

在裂化该链烷烃族石脑油原料流时，裂化反应过程中产生的有限量焦炭不利地影响整体单元操作效率。当在再生器20中燃烧以便将该催化剂加热至下流式反应器中链烷烃族石脑油裂化反应所需温度并达到大约660℃（1220℉）至815℃（1499℉）的所需再生温度时，产生的焦炭量不充分。

因此在本文中所述方法的某些实施方案中需要添加燃料以完成组合的反应器与再生系统的热平衡。通过汽提塔燃料管线52末端处的喷嘴将称为汽提塔火炬油的燃料添加至汽提区17中的催化剂。该燃料被汽提的废催化剂吸收并随后在再生器20中燃烧以提高该催化剂的温度。为了确保在催化剂床中的充分燃烧与热量生成，也可以将称为再生器火炬油的燃料通过再生器燃料管线53末端处的喷嘴注入到该密相床中并消耗以便向该催化剂提供额外的热。

该汽提塔火炬油和再生器火炬油燃料可以来自于相同或不同的来源。合适的燃料是贫油或轻质烃油如石脑油、煤油、柴油、高炉燃油、热解油或其它来自精炼厂或石化设施的副产品流，并且其含有最少的固体微细材料如催化剂、铁屑或焦炭和最少的催化剂污染物（其可以使催化剂中毒和失活，如镍、钒、钠、钙等等）。

燃料气体或主要含丁烷与丙烷的液化石油气（LPG）可用于在再生器20中补充该再生器火炬油。裂化石脑油副产物也可用作该过程中所需燃料的全部或一部分。

提供空气加热器72用于启动和在需要时连续用于将该空气加热至大约650℃（1202℉）以便向催化剂提供额外热用于再生和满足整体过程热平衡。提供给空气加热器的燃料可以是燃料气体或LPG。空气压缩器（未显示）经由管线40将空气供给至空气加热器72以便启动和连续操作，由此将热空气供给至催化剂提升管和用于再生。

可用于本文中所述方法的催化剂或催化剂体系没有限制。在某些实施方案中，合适的催化剂组分是沸石和基质。适用于FCC过程的沸石是Y型、H-EY型、USY型和RE-USY型。在某些实施方案中，用于FCC过程以生产低级烯烃并提高汽油辛烷值的合适的择形催化剂是ZSM-5沸石晶体和其它五元环类型催化剂结构。在催化剂粒子中，这种五元环结构可以作为一种组分与其它沸石和基质组分在一起，或作为添加剂。该ZSM-5添加剂可以与其它裂化催化剂沸石和基质结构混合，并优选用于本文中所述方法以最大化和优化下流式反应器中的链烷烃族石脑油裂化。

合适的催化剂组分的实例描述在美国专利号5,904,837和6,045,690中，其公开内容经此引用并入本文。该基质包括粘土，如高岭土、蒙脱石、埃洛石和膨润土，以及无机多孔氧化物如氧化铝、二氧化硅、氧化硼、氧化铬、氧化镁、氧化锆、氧化钛和二氧化硅氧化铝及其混合物。

除了超稳定的Y型沸石之外，可以使用包含各自具有比超稳定Y型沸石更小的孔隙的结晶铝硅酸盐沸石或硅铝磷酸盐（SAPO）的催化剂。铝硅酸盐沸石和SAPO包括ZSM-5、SAPO-5、SAPO-11和SAPO-34。该沸石或该SAPO可以包括在含有超稳定Y型沸石的催化剂粒子中，或可以包含在其它催化剂粒子中。

此外，其它沸石如镁碱沸石和分子筛与通常称为柱撑粘土的交错粘土的基质也可用于本方法以最大化和优化下流式反应器中的链烷烃族石脑油裂化。

该催化剂或催化剂体系在下流动反应区中起作用以便在最佳条件下裂化该链烷烃族石脑油以便由该石脑油进料生产高比例的低级烯烃，并具有最少的不需要的气体与焦炭副产物。

图2显示了进一步的实施方案，其中对从下流式主反应器的管线15回收的反应产物流施以分馏（未显示）以便作为单独的最终产品流回收该低级烯烃，即乙烯、丙烯和丁烯，以及汽油。回收残余副产物（由轻循环油和油浆组成）。将包括作为干燥气体的氢和甲烷，以及轻质烃乙烷、甲烷、丙烷和丁烷的其它副产物回收并用于其它精炼与石化过程，或者它们可以用作本方法中再生催化剂时的燃料。

将分馏器中回收的汽油作为再循环流62引导至相邻的辅助下流式反应器60以进一步裂化，以便由采用来自第一下流式反应器10的汽油产品所制得的C₅、C₆和更高级烯烃物类生产额外的丙烯。再循环流62在热交换器73中加热，将加热的再循环流63装入辅助下流式反应器60的反应器14以产生含有额外丙烯的反应流65，该额外丙烯通过分馏回收（未显示）。

构造该第二或辅助下流式反应器60，并以类似于对图1所述的下流式反应器10的方式起作用，除了其进料是烯烃类汽油产品再循环流62。此外，任何来自现有炼油厂或石化工艺的烯烃类汽油产品流可用于补充送至辅助下流式再循环反应器60的原料。

本文中所述的方法的灵活性还允许使用比轻质链烷烃族石脑油更致密的较重质原料流，所述轻质链烷烃族石脑油优选在本方法的操作参数内使用；但是，如本领域普通技术人员将理解的那样，所需低级烯烃的产品收率将低于由链烷烃族石脑油原料流获得的收率。

下流式反应器利用重力以减少在反应区中的停留时间，并且与提升管型反应器相比能够循环更大量的热的再生催化剂，由此允许更高的催化剂对油的比。与使用提升管反应器可获得的相比，热的再生催化剂的高催化剂对油的比可以导致更好的链烷烃族石脑油原料转化率，以及对较轻质烯烃的更好的选择性或更高的成品收率。

现有FCC提升管反应区长度大于适于本文中所述方法的下流式反应器中所用长度的两倍或三倍，与之相比，由于该反应器裂化区的长度，下流式反应器具有额外的优点。因此，主要基于催化剂循环和机械要求而不是如在本方法中的就裂化链烷烃族石脑油原料流而言的反应动力学来确定FCC提升管反应器的设计。

本文中所述方法中使用的链烷烃族石脑油原料流含有高水平的饱和化合物和低烯烃含量。通过非裂化精炼和石化工艺制得的链烷烃族石脑油还可以含有烯烃。为了有效和高效地根据本方法催化裂化石脑油链烷烃，使原料流的烯烃含量最小化，因为这些烯烃竞争活性催化剂裂化位点，不利于该链烷烃。

实施例

对代表适用于本文中所述方法的典型原料流的两种不同的链烷烃族石脑油原料，在该下流式反应器中的裂化条件下操作图1结构的实验室规模中试单元。获得的结果在模拟模型中使用以开发用于全尺寸下流式反应器的操作条件。

表1列举了来自两种石脑油流的裂化的性质与收率，从而表现出链烷烃族石脑油用于生产轻质烯烃的裂化潜力。全馏程石脑油（FRN）流包括存在于C₅至大约230℃（446℉）的沸程内的典型组分。轻馏分石脑油（LCN）流是如50%至95%的较低沸点所示的FRN的较轻质子集。

用于该实施例的催化剂是与择形ZSM-5沸石型裂化催化剂添加剂共混的常见低稀土、低氢转移的USY沸石裂化催化剂，二者均是市售的。

表1

如上表中所示，在相同的反应器温度下，对于LCN的丙烯收率为21.1重量%，对于FRN的丙烯收率为18重量%。由于更轻质的原料组分，对于LCN的丙烯转化率更高。来自FRN的更高汽油收率是由于与LCN中的组分相比更高含量的相对更难裂化的更重质芳烃的较低转化率。来自这些试验的数据表明，LCN和FRN均为就生产高比例丙烯而言的优异原料。

在上文和附图中已经参照某些目前优选的实施方案对本发明进行了说明，并且要理解的是，本领域那些普通技术人员可以根据这些说明进行各种改良和修改，本发明的范围因此由下面的权利要求限定。

Claims (16)

1.提高链烷烃族石脑油原料流的主要部分向更轻质烃反应产物的转化率的方法，其中更轻质烃反应产物包括高比例的低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯，以及汽油，该方法包括：

a.将含有最少40重量％的在30℃(86℉)至200℃(392℉)范围内沸腾的链烷烃族石脑油的原料流或含有最少60重量％的组合的链烷烃石脑油与环烷烃化合物的原料流引入到下流式反应器的顶部中并使其与催化剂混合；

b.操作该下流式反应器，原料流与催化剂的混合物在反应区中的停留时间为0.1秒至5秒，操作温度为480℃(896℉)至700℃(1292℉)，并且催化剂对原料流的比按重量计为25:1至80:1，从而生产包括低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油的反应产物流；

c.在反应区下游的汽提塔区中将下流式反应器中制得的反应产物流与废催化剂分离；

d.从汽提塔区回收该反应产物流；

e.将废催化剂由汽提塔区送入专用再生容器以便再生，所述再生容器采用补充热源以提高再生容器中的温度，该再生容器仅接收来自该下流式反应器的废催化剂，其中废催化剂上形成的焦炭的量不足以将离开再生容器的再生催化剂的温度提高至操作温度范围，并且其中所述再生容器包括：

催化剂提升管，将加热的燃烧空气送入其中以支持燃烧和提供提升，和

密相床，并且其中补充热源包括将液体燃料和/或燃料气体引入到该密相床中并燃烧该燃料，以由此提高再生催化剂的温度；和

f.将热的再生催化剂再循环到该下流式反应器的顶部。

2.权利要求1的方法，其中在将链烷烃族石脑油原料流引入反应区之前对其施以预热，至65℃(149℉)到160℃(320℉)的温度。

3.权利要求2的方法，其中在热交换器或炉中预热该原料流。

4.权利要求1的方法，其中在反应器中的停留时间为0.2秒至2秒。

5.权利要求1的方法，其中该下流式反应器连续操作。

6.权利要求1的方法，其中在旋风分离设备中将反应产物流与废催化剂分离。

7.权利要求1的方法，进一步包括在反应区下游的位置对反应产物和催化剂施加骤冷流体。

8.权利要求1的方法，进一步包括在反应区下游用蒸汽汽提废催化剂。

9.提高链烷烃族石脑油原料流的主要部分向更轻质烃反应产物的转化率的方法，其中更轻质烃反应产物包括高比例的低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯，以及汽油，该方法包括：

a.将含有最少40重量％的在30℃(86℉)至200℃(392℉)范围内沸腾的链烷烃族石脑油的原料流或含有最少60重量％的组合的链烷烃石脑油与环烷烃化合物的原料流引入到第一下流式反应器的顶部中并使其与催化剂混合；

b.操作第一下流式反应器，原料流与催化剂的混合物在第一反应区中的停留时间为0.1秒至5秒，操作温度为480℃(896℉)至700℃(1292℉)，并且催化剂对原料流的比按重量计为25:1至80:1，从而生产包括低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油的第一反应产物流；

c.在第一反应区下游的第一汽提塔区中将第一下流式反应器中制得的第一反应产物流与废催化剂分离；

d.从第一汽提塔区回收第一反应产物流；

e.将第一反应产物流中含有的至少一部分汽油引导至第二下流式反应器；

f.操作第二下流式反应器，原料流与催化剂的混合物在第二反应区中的停留时间为0.1秒至5秒，操作温度为480℃(896℉)至700℃(1292℉)，并且催化剂对原料流的比按重量计为25:1至80:1，从而生产包括低级烯烃乙烯、丙烯和丁烯以及汽油的第二反应产物流；

g.在第二反应区下游的第二汽提塔区中将第二下流式反应器中制得的第二反应产物流与废催化剂分离；

h.将废催化剂由第一和第二汽提塔区送入专用再生容器以便再生，所述再生容器采用补充热源以提高再生容器中的温度，该再生容器接收来自第一和第二汽提塔区的废催化剂，其中废催化剂上形成的焦炭的量不足以将离开再生容器的再生催化剂的温度提高至操作温度范围，并且其中所述再生容器包括：

催化剂提升管，将加热的燃烧空气送入其中以支持燃烧和提供提升，和

密相床，并且其中补充热源包括将液体燃料和/或燃料气体引入到该密相床中并燃烧该燃料，以由此提高再生催化剂的温度；和

i.将热的再生催化剂再循环到第一下流式反应器的顶部和第二下流式反应器的顶部。

10.权利要求9的方法，其中在将链烷烃族石脑油原料流引入第一反应区之前对其施以预热，至65℃(149℉)到160℃(320℉)的温度。

11.权利要求10的方法，其中在热交换器或炉中预热该链烷烃族石脑油原料流。

12.权利要求9的方法，其中在第一和第二反应器中的停留时间为0.2秒至2秒。

13.权利要求9的方法，其中第一和第二下流式反应器连续操作。

14.权利要求9的方法，其中在旋风分离设备中将第一和第二反应产物流与废催化剂分离。

15.权利要求9的方法，进一步包括在反应区下游的位置对第一和第二反应产物和催化剂施加骤冷流体。

16.权利要求9的方法，进一步包括在第一和第二反应区下游用蒸汽汽提废催化剂。