CN1047612C

CN1047612C - 应用骤冷的催化裂化方法及其装置

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Publication number: CN1047612C
Application number: CN 91101971
Authority: CN
Inventors: 乔治·帕屈克·昆因; 赖利·威弗瑞·克鲁斯; 托马斯·J·吉哈德; 约翰·迈克尔·福高克; 詹姆斯·弗朗西斯·莫斯白
Original assignee: BP Corp North America Inc
Current assignee: BP Corp North America Inc
Priority date: 1990-03-26
Filing date: 1991-03-26
Publication date: 1999-12-22
Anticipated expiration: 2006-03-26
Also published as: WO1991014752A1; AU7681891A; MX173750B; AU632233B2; CN1055380A; JPH04506377A; JP2993734B2

Abstract

在催化裂解方法中提供有效的骤冷以降低热裂解。为了增加产品得率，采用特定的骤冷剂在特定的位置注入。在实例中，骤冷剂马上在粗切反应器的下游注入油产物中。骤冷剂包括循环油。

Description

应用骤冷的催化裂化方法及其装置

本发明涉及催化裂化，更具体地说是涉及增加在催化裂化装置中有价值液体得率的方法和装置。

油的催化裂化是用来产生汽油和其它碳氢化合物的重要的精炼方法。在催化裂化期间，在催化裂化温度和压力下，以及在催化剂存在下，以通常为切取原油的一个馏分为原料并在反应器中裂化以产生更多的有有价值的低分子量的烃。粗柴油通常作为催化裂化中的原料。粗柴油原料典型地含55％-80％(体积)，沸点范围为约343℃(650_°F)至约538℃(1000_°F)且少于1％(重量)RAMS碳的：粗柴油。粗柴油原料也典型地包含少于5％(体积)的石脑油及沸点低于221℃(430_°F)的轻质烃，10％-30％(体积)，沸点范围约为221℃-343℃的柴油和煤油，以及少于10％(体积)、沸点高于1000_°F的残油，有时残油的存在量较多或是将残油加至粗柴油原料中。

在常规的流体催化裂化装置中(FCCU)，使来自提升管反应器中的热产物继续在提升管反应器的下游中进行482℃以上的热裂化反应。这些热裂化反应使产物降解而减少得率并制得过量的轻质气体，该轻质气体常常不适当地限制了催化裂化装置的生产能力。

此外，常需要在诸如552℃或更高的高温下使提升管反应器运转以增加汽油辛烷值和增加油与残油的转化，这类高温裂化可以明显地上增加乙烷和轻质燃料气的产生。该燃烧气形成的显著的增长会引起精炼燃烧气体系统的不平衡，它也可能限制这些具有不够的气体压缩能力来处理增长的负载的FCCU的能力。因此，尽管鼓励增加汽油和辛烷的生产，但有时提升管的温度还须被降低。

在较高的裂化温度下可产生较不稳定的石脑油且易于产生不需要的氧化反应而形成胶状物质。以前用来保持裂化石脑油的稳定性方法及用来保持含有裂化石脑油的汽油的稳定性方法包括：(1)加入诸如苯二胺类或受阻酚的化学抗氧剂；(2)操纵控制种种裂化方法，诸如降低裂化温度和/或限制残油的量；或者(3)限制掺入至处理过汽油中石脑油的量。

一些典型的现有技术中再生剂、催化裂化剂、反应物、设备和精炼方法有如下列美国专利中所示：2,240,160；2,382,270；2,382,382；2,398,739；2,398,759；2,414,002；2,422,501；2,425,849；2,436,927；2,458,862；2,669,591；2,827,422；2,884,303；2,901,418；2,981,676；2,985,584；3,004,926；3,039,953；3,290,405；3,338,821；3,351,548；3,364,136；3,513,087；3,563,911；3,593,968；3,661,800；3,676,519；3,692,667；3,838,036；3,844,973；3,850,742；3,886,060；3,907,661；3,909,392；4,043,899；4,218,300；4,325,817；4,331,533；4,332,674；4,341,623；4,341,660；4,375,021；4,446,009；4,478,708；4,552,645；4,695,370；4,764,268；4,814,067；4,824,557；4,859,310；并在欧洲专利申请第83307095.6号(公开号：EPO113180A2)，第85307242.9号(公开号：EPO180355A2)和第88309278.5号(公开号：EPO311375A1)中所阐述。这些现有技术中的催化裂化剂、再生剂、催化剂、设备和精炼方法已有了不同程度的成功。

因此，需要提供一种改进的方法和系统以增加汽油(石脑油)在催化裂化装置中的得率并改善含有这些石脑油的汽油(挥发油)的稳定性。

这里提供一种实际有效的、高效应的及具有经济上有吸引性的改进的催化裂化方法和装置。

新颖的催化裂化方法和装置包括将诸如粗柴油，加氢处理的油和/或残留油渣的原料油的催化裂化。将原料油置于催化裂化装置(FCCU)的反应器中，在裂化催化剂存在下以产生一种催化裂化，流出改质油的产物流，催化裂化基本完成后，从外部用骤冷管道或喷射器骤冷产物流和反应器的下游，(当催化裂化油从反应器中引出和排料后)，以增加石脑油及汽油的得率并产生更稳定的汽油。快速骤冷在焦炭制备中也得到所需的转变并具有选择性。

较好的是，骤冷剂汽化时体积的膨胀基本低于水和水蒸汽，在优选的形式中，骤冷剂包括预先裂化或经过加工以除去大多数可反应的种类的烃类流。所必需的是，骤冷剂应当具有低的热反应性。预经裂化的烃类是很符合要求的，因为它们对热骤冷的反应性要比新鲜的未加工过的原始原料和加氢处理过的原料要低。

结果，骤冷剂包括煤油、轻质焦化粗柴油、焦化蒸馏的馏出物(CSD)、加氢处理过的馏出物或新鲜的未处理过的原始原料，诸如，直馏粗柴油、重质直馏石脑油、轻质直馏石脑油，但较好地包括轻质催化裂化油(LCCO或LCO)、重质催化裂化油(HCCO或HCO)或重质催化石脑油(HCN)或是它们的混合物。LCCO的沸点低于HCCOO，但它们约具有相同的蒸发热。最好是骤冷剂包括分子量大于水的LCOO。但是，HCCO也是非常有用的骤冷剂，比LCCO便宜。

通常不宜用水或水蒸气作为合乎要求的骤冷剂，因为它们在蒸发时膨胀很多，要占去许多反应器的体积，向上部管道膨胀，引起因压力而遭致破坏，干扰催化环境，逆向地干扰旋风分离器运转并产生大量的必须被纯化掉的污染水。在水蒸气骤冷中也仍要求有过量的水蒸气。

轻质石脑油(轻质直馏石脑油、轻质催化石脑油、轻质焦化石脑等)也一般不宜用作合乎要求的骤冷剂，因为它在反应器中占据了太多的体积。此外，轻质石脑是汽油中的掺入产物，不需要将轻质石脑油裂化成更小价值的烃类。

辛烷化的油(DCO)一般也不用作合乎要求的骤冷剂，因为它有焦化的倾向。在DCO中的催化剂也会侵蚀内部反应器的壁的管道。

进一步地说，残油也不作为合乎要求的骤冷剂，因为它趋于焦化并堵住管道。

液态烃类骤冷剂比气态骤冷剂优选，它可获得液态骤冷剂的蒸发热。合乎要求地说是将液态骤冷剂以2％-20％(体积)，较好是5％-15％(体积)的进料油的流率将液态骤冷剂注入产物流中。有利的是，骤冷减低了产品流的温度并可将热裂化降至最小。骤冷也增加了进料油转化为改质油并能增加汽油中的辛烷。

煤油、焦化炉中的粗柴油和加氢处理的馏出物作为骤冷剂不如LCCO和HCCO的好。液态氮可作为有用的骤冷剂，但却非常昂贵且有不合乎要求的体积膨胀。

LCCO和HCCO有很高的吸热能力，增加运行，且不从实质上增加运行的实用性、保养及废物处理的耗费。LCCO和HCCO是优良的骤冷剂，因为它们在精炼中可以得到，经济、稳定，其体积膨胀低，提供能再回收的热量转移，其形成焦化的倾向少。用循环油骤冷可减少形成焦化物的量，也允许高温裂化而不失去更有价值的烃类且不损伤旋风分离器内部、压力式通风室或耐火墙。合乎要求的是，用循环油骤冷明显地减少了燃烧气体的产生。

在较优选的方法中，通过在蒸气催化剂分离器中，如在粗分馏的旋风分离器中的粗分离，使焦化的催化剂与改质油分开，使改质油马上骤冷以减少改质油热裂化成为较低价值的烃类产物及轻质烃类气体。合乎要求的是，骤冷系在提升管反应器的下游以及，蒸气在催化裂化装置的粗分馏旋风分离器的蒸气出口处发生。在催化剂从油中粗分离后向催化裂化油中加入骤冷剂则更为有效和经济。所需的骤冷剂体积及泵的能耗也可减少。

在所阐述的一个实例中，在分离和气提容器的上游采用骤冷。此申请的一个优选形式是，催化裂化装置在提升管反应器和分离和气提容器间有一外界粗分馏旋风分离器，将骤冷剂马上注入外界粗分馏旋风分离器的蒸气(产物)出口的下游。

在另一个实例中，催化裂化装置有一个具有内部粗分馏分离器的分离容器(分离器)，将骤冷剂马上注入分离器的下游且在内部粗分馏分离器蒸气(产物)的出口附近。内部粗分馏分离器包括内部旋风分离器或倒立罐式分离器。也可用弹道分离器和其它惯性分离器。

有利的是，采用骤冷能减少焦化的选择性，在分离和气提容器的稀相区部分焦化可以减少。耗费掉的焦化了的催化剂在再生器中再生并至提升管反应器中再循环使用。合乎要求的是，在新的骤冷过程中，再生器的再生温度降低。优选模式是再生器在完全为CO(一氧化碳)燃烧下工作，从而在诸如空气的支持燃烧气体，存在下对焦化的催化剂进行再生，该气体包括使焦化的催化剂上焦化物完全燃烧成二氧化碳化学计量学上大大过量的分子氧，再生器在部分CO燃烧下也能运行。

在此专利申请中，术语“转化率”表示在沸点430_°F(221℃)以上的进料量相对的消失量。

在此专利申请中，术语“焦化选择性”表示焦化物得量与转化物的比率。

下面结合附图作出更详细的解释并提出权利要求书。

图1是带有外部旋风分离器的催化裂化装置的流程图；

图2是带有外部旋风分离器的另一个催化裂化装置的流程图；

图3是油精炼部分的流程图；

图4是油精炼的另外一部分的流程图；

图5是焦化装置的流程图；

图6是催化裂化装置的流程图；

图7和8是相对种种骤冷剂用量的产物温度的曲线图；

图9是骤冷剂体积对产物体积的曲线图；

图10和11是在不同的催化裂化装置中最初骤冷剂的作用的曲线图；

图12是带有内部粗分馏分离器的催化裂化装置流程图；

图13是图12中分离器沿13-13线作出的横剖面图；

图14是图15中带有有倒罐分离器和骤冷管沿14-14线所作出的放大的纵剖面图；

图15是带有中心提升管反应器和包括倒罐的内部粗分馏分离器的催化裂化装置的流程图；

图16是带有内部粗分馏分离器的另一个催化裂化装置的流程图。

在精炼过程中，用泵12将未精炼的、原始的全原油(石油)从地上贮存容器10中抽出并通过进料管14进入一个或多个脱盐器16以从油中除去诸如沙、盐和金属的微颗粒状物(图3)。脱过盐的油通过炉子进口管道18而进入管式炉20，在此油被加热至一定的温度，例如在8.63×10⁵-1.38×10⁶Pa(125-200psi)的压力下加热至399℃。用泵24将加热的油从炉中移去，通过进料管25而泵至初级蒸馏塔26内。

加热的油在进入上端精馏部分或下端汽提部分之前使它先进入初级常压蒸馏塔、管式炉或原油装置26的闪蒸段。初级塔较好地在低于4.14×10⁶pa(60psi)下工作。在初级塔中，加热的油分离成潮湿气体、轻质石脑油、中间石脑油、重质石脑油、煤油、直馏粗柴油和初级残油部分。潮湿气体、一部分石脑油和煤油较好地回流(再循环)至初级塔内以提高分馏率及效率。

潮湿气体通过上端湿气管道28从初级塔26中排出。通过轻质石脑油管29从初级塔中移出轻质石脑油。通过中间石脑油管30从初级塔中移出中间石脑油。通过重质石脑油管31从初级塔中抽去重质石脑油。通过煤油管道32从初级塔中移去煤油和产生喷气燃烧的油及炉油。如果需要，部分煤油和/或重质石脑油可从骤冷管道186进料用作骤冷剂部分(图1)。通过初级粗柴油管33从初级塔中移出初级常压的粗柴油并泵至流体催化裂化装置(FCCU)34(图4)，有时通过催化进料加氢处理单位再进入FCCU中。

通过初级残油管35使初级残油从初级塔26的底端排出。用泵36将管道35中的初级残油泵至炉38并加热至诸如约271℃-399℃温度。通过炉子排料管40将加热的初级残油运送至管式炉真空塔42的闪蒸区段或直接送至FCCU反应器中。

管式炉真空塔42(图3)较好在4666.3-6666Pa(35-50mm汞柱)压力范围下工作。通过水蒸气管44可将水蒸气注入真空塔的底端部分。在真空塔中，潮湿气体或真空冷凝物从塔顶端的潮湿气体管46中排去。重质和/或轻质真空粗柴油从真空塔中部的粗柴油管48移出并进入催化进料加氢处理部件49(CFHU)(图4)或进入提升管反应器。真空残油从真空塔42的底部的真空残油管50中移去(图3)。真空残油也是指典型的最初沸点接近约538℃的残渣油。

一些残油可通过FCCU残留物管52泵至或加料至FCCU34中(图4)或残油进入包括一系列沸腾床、膨胀床反应器的残留物加氢处理装置(RHU)中精选。来自RHU中的轻质粗柴油(LGO)也可通过RHULGO管54进料至FCCU34中。一些残余物可通过焦化残留物58泵至焦化装置56。

焦化装置56(图5)包括焦化器或焦化桶62及合并塔64。在焦化桶62中，在约6.9×10⁴-3.45×10⁵Pa(10psig-50psig)的压力下于焦化温度为约479℃-491℃真空塔底部进行焦化。通过斜槽、导管或管道66从焦化桶62中除去焦化物，转移至焦化物贮存地以用作固体燃料，焦化装置产生的蒸气通过焦化装置蒸气管68从焦化桶62中除去并通(进料)到混合焦化塔64。在混合焦化塔64中，焦化产物蒸气可分为焦化气体、焦化石脑油、轻质焦化粗柴油、焦化釜馏出液(焦化馏出液)及重质焦化粗柴油部分。焦化气体可通过焦化气体管70从混合塔64中除去。焦化石脑油可从焦化石脑油管72中从混合塔64中除去。焦化釜馏出液(焦化馏出液)可通过焦化釜馏出液(CSD)管73中除去。轻质焦化粗柴油可通过轻质焦化粗柴油管74从混合塔64中除去并进入FCCU34中(图4)或进入催化进料加氢处理器(CFHU)49。如果需要，部分焦化釜馏出液(焦化馏份)、轻质焦化粗柴油和/或焦化气体可从骤冷剂管186进料用作骤冷剂部分。重质焦化粗柴油可通过重质焦化粗柴油管76从混合塔64(图5)中除去并在催化裂化器34(FCCU)中催化裂化前在催化进料加氢处理装置(CFHU)49(图4)中加氢处理。

来自重质焦化粗柴油管76的重质焦化粗柴油(图5)和来自真空粗柴油管48的轻质真空粗柴油和/或重质真空粗柴油被转运至提升管反应器100，或者转运至催化进料加氢处理器或装置(CFHU)49(图4)中，所用氢气来自氢气输入管78，压力从大气压至1.38×10⁷Pa(2000psia)，较好地从6.9×10⁶Pa(1000psia)至1.2×10⁷pa(1800psi)，温度在343℃至399℃，在氢化催化剂存在下对原料进行加氢处理。加氢处理过的粗柴油从加入催化剂的加氢处理器放料管80放出而送入催化裂化器34(FCCU)。

图1中的催化裂化反应器34有一个带有上端部分102和下端部分104的竖直的提升管反应器100。裂化催化剂和进料油在提升管反应器100的底部混合。催化裂化装置(提升管反应器)100在催化裂化条件下在裂化催化剂存在下使进料的油催化裂化。含有微粒废焦化催化剂的催化裂化油蒸气使裂化催化剂焦化。

包括外部粗分馏旋风分离器106的粗分馏惯性分离器通过旋风分离器进口管105与提升管反应器100的上端相连(图1)。外部粗分馏旋风分离器106安装于提升管反应器100的上端部分102同样的高度。该粗分馏旋风分离器使焦化的催化剂与催化裂化油粗分。较好地是，通过粗分馏旋风分离器106使至少92％-98％在油中焦化的催化剂被除去。安装于外部旋风分离器106下端的是一竖直的分离容器或分离器108。

分离容器108(图1)从催化裂化油中分离出大量残留的焦化催化剂。分离容器在482℃-524℃温度下工作。分离容器101上端有一稀相区部分110，该部分带有至少一个内部旋风分离器112、一个流出产物的出口管113、一个下端密相区部分114，气提部分116提供了一个气提器，在其中把挥发的烃类被从焦化的催化剂中气提出来。气提部分有挡板或内件115。气提蒸气管和注入器117可与气提器116相连。

从外部旋风分离器106上端延伸出来的是旋风分离器出口管118，也给出了产物流管119部分(图1)。产物流管119有一上端水平部分118，垂直的中间部分120，中间水平部分122，以及延长垂直部分124,124提供了一个产物流的双向插管，其下端通过分离容器的上稀相区部分110连至密相区部分114的上端部分。产物蒸气双向插管124带有内部惯性分离器，它有一个位于分离容器108上稀相区部分的中间部分并与之相通的出口126。产物流管118提供了一个分离容器输入管道，它延伸在外部旋风分离器106和分离容器108的上端稀释部分110之间，并与它们相连且相通。

旋风分离器的废催化剂出口管道，通道及斜槽提供了一个催化剂双向插管128,128延伸入下端密相区部分114内并与分离容器108的气提部分116相邻。催化剂双向插管128有一上垂直部分130、中间斜角部分132，下斜角部分134及带有出口137的垂直双向插管末端部分136。通过气管138可与上垂直部分130相连。流体化物流管139可与下斜角部分134相连。

再生器140(图1)包括一个再生器管142，它位于分离器108上方。在诸如空气的支持燃烧的含氧气体存在下，再生器140使废焦化催化剂基本燃烧和再生。垂直延伸的提升导管144是废的催化剂上升的管道，该管道是从再生器管142的下端部分延伸出来，通过分离容器108密相区部分114的中间部分而向下延伸，它用来使焦化的催化剂从分离容器108中输送到上面的再生管142中。提升空气注入器146位于提升导管144底端的附近，用来注入空气，吸上废催化剂并将其转运至再生器管142中，促进焦化的催化剂燃烧。再生器142可有内部旋风分离器148和150，一个上端稀相区蒸汽环152，上面的气体烟道154和下端密相区气体烟道环156和管道158。

再生的催化剂是通过催化剂排料管、通道和斜槽160(图1)排至上方的放置井和容器162内，162的下端部位有一随意的空气环164以抵销所建立的压力。从放置井162的下端延伸出一垂直的再生催化剂竖管166延伸至滑动阀168。水平的再生催化剂管170与提升管反应器100的下端部分104相连。流体化悬浮蒸气管171可连接至滑动阀168下的再生催化剂管170上。通空气管172可连接至再生催化剂竖管166的中间部分。

通蒸气管176(图1)也可接到提升管反应器100的下端部分104上。注入器的喷嘴178(图1)可安装于提升管反应器100的下端部位104以便将进料油注入提升管反应器中。在所叙述的实例中，混合进油管180被连接至喷嘴178和新鲜进油管33上。再循环油管182可连接至混合进油管180上并与之相通以使重质催化循环油(HCCO)、辛烷化油(DCO)和/或浆状油能进入提升管反应器100中，最多为40％(体积)，较好以5％-10％(体积)，新鲜原料比率在新鲜进油管33中。再生器的温度通过循环油骤冷而降低约1°F至20°F。

催化循环油骤冷注入管184包括LCCO注入管和/或HCCO注入管，它带有一垂直的催化循环油注入器部分186，它向下延伸与分离容器输入管118的垂直部分120相连和相通以将轻质循环油(LCCO)骤冷剂和/或重质催化循环油(HCCO)骤冷剂注入烃类产物中，这在产物进入外部旋风分离器106下游的提升管反应器100内之后及在产物进入分离容器108之前进行。骤冷使催化裂化粗分油的产物蒸气热裂化降至最小且基本上抑制热裂化成较低价值的烃类、诸如燃烧料气体等。循环油骤冷剂可停止75％-90％产品油热裂化且同时增加石脑油的得率以增加汽油的生产。骤冷期间，从粗分旋风分离器106中排出的油产物蒸气温度降低了约17℃-111℃，较好地为约28℃-44℃，这样温度范围为约482℃-499℃。

循环油骤冷剂增加了进料油向改质油转化且增加了汽油辛烷。骤冷剂的注入比率是2％-20％(体积)，较好是5％-15％(体积)提升管反应器100中的进料的输入比率。有利的是在分离容器108的稀相区部分110形成更少的焦化物。在循环油骤冷期间也更少地产生C₂-燃料气体。

用一个或多个使骤冷剂雾化的注入器使骤冷剂喷雾出来而形成快速接触的骤冷并保证迅速混合，这样骤冷剂的混合和挥发可有效地增加至少于5秒，较好地是少于3秒。骤冷剂的最末注入速度为15-30米/秒滞留时间为0.1-5秒，较好少于0.2秒。可以避免失去骤冷剂。

高沸点骤冷剂介质改善能量的恢复。可将骤冷剂预热，较好地高于100℃，以增加热量的恢复并使失热量降至最少。将骤冷剂喷入外部旋风分离器蒸气出口管118使产物在进入反应容器稀相区前迅速冷却。

为了得到最佳结果，应等反应-完成就注入骤冷剂，较好的是等待焦化的催化剂颗粒从催化裂化油产物流中粗分离出来后马上进行骤冷。在分离出催化剂后所需的骤冷剂的量要比催化剂分离前所需的量少。

出人意料且令人惊奇地发现用循环油骤冷剂可增加高价值石脑油的得率并改善焦化物的形成及选择性。

超出反应器的粗柴油转化在有催化剂存在的粗分馏旋风分离器中基本完成。过量的燃料气体产物在加入循环油骤冷剂前已预先延长了在分离容器稀相区部分中的残留时间。

再生的催化裂化催化剂可依次通过再生催化剂管170而进入提升管反应器100中(图1)。新补充的催化剂可加至再生器140中。在FCC提升管反应器中，使烃类原料蒸发同时与热裂化催化剂相混合，原料催化裂化成更有价值的低分子量的烃类。提升管反应器100中的温度范围是约482℃-649℃，较好地是从约510℃至约560℃，其压力是大气压至约3.8×10⁵Pa(50psig)。提升管反应器中的每小时的重量空间速度范围约为5-200WHSV。提升管反应器中的油蒸汽流速度范围约为1.5米/秒-30m/秒。

稳定的裂化催化剂包括，但不局限于这些，含二氧化硅和/或氧化铝(包括酸型)的催化剂。裂化催化剂可含有其它诸如氧化镁或氧化锆的耐火金属氧化物。较好的裂化催化剂是含有结晶铝硅酸盐、沸石或分子筛的催化剂，其量是能足以增加催化剂的裂化活性，例如在约1％-50％(重量)间。结晶铝硅酸盐中的二氧化硅与氧化铝的摩尔比至少为2∶1，例如2至12∶1，为了得到最佳结果，较好的摩尔比为4-6∶1。通常易得的结晶铝硅酸盐为钠盐形式，该组分较好地通过氢离子交换、诸如铵离子或多价金属离子的氢前体的交换而使其减少至例如少于约4％(重量)或甚至约1％(重量)。合适的多价金属包括钙、锶、钡及诸如铈、镧、钕稀土金属和/或自然形成的稀土金属混合物。这类结晶材料能在催化剂制备、烃加工过程及催化剂再生的高温条件下保持其多孔结构。结晶铝硅酸盐具有相当小的均匀多孔，其横剖面的孔直径为6-20A，较好为约10-15A。二氧化硅-氧化铝的裂化催化剂具有主比例的二氧化硅，例如，约60％-90％(重量)二氧化硅及约10％-40％(重量)的氧化铝，它适合与结晶铝硅酸盐混合或用作裂化催化剂。其它的裂化催化剂及孔的大小也可使用。裂化催化剂也可包含或包括一氧化碳(CO)燃烧促进剂或例如铂催化剂的催化剂以增加在再生器140中密相区内一氧化碳的燃烧。

使含有焦化物的失活沉积物的废催化剂从分离容器108中排出并通过废催化剂立管144提升上去并加至位于顶端流体化催化剂再生器或燃烧器140的底部。提升管反应器和再生器一起形成了催化裂化单位的初级组成。空气通过空气注入管146和废催化剂提升管144而注入至再生器的底部。空气在一定压力及流体下注入使废催化剂微粒流体化而向上进入再生器，包含在催化剂颗粒上的残留碳(焦化物)基本上在再生器140中完全燃烧，留下再生的催化剂可用于反应器中。再生的催化剂通过再生催化剂管160从再生器140中排出并通过再生催化剂管道170和再生催化剂竖管172进料至提升管反应器100。燃烧尾气(烟道气)通过未燃烧气体管或烟道气体管154从燃烧器140的顶部抽出。

如图6所示，催化裂化的烃类(挥发油)的流出产物流通过流出产物管113从分离化器108顶部排出并运至FCC的主分离器190。在FCC分馏器190中，包括油蒸气的催化裂化烃类和闪蒸气可经分馏(分离)成轻质烃类气体、石脑油、轻质催化循环油(LCCO)、重质催化循环油(HCCO)和辛烷化的油(DCO)。轻质烃类气体通过轻质气体管192从FCC分馏器中除去。石脑油通过石脑油管194从FCC分馏器中除去。LCCO通过轻质催化循环油管196从FCC分馏器中除去。HCCO通过重质催化循环油管198从FCC分馏中除去。辛烷化油通过辛烷化油管199从FCC分馏中除去，部分LCCO和/或HCCO可再循环至循环油骤冷管184(图1)并用作骤冷剂。

可替换的是，在主分馏器402中，油蒸气和闪蒸蒸气可分馏(分离)成(a)沸点低于221℃的轻质烃，(b)轻质催化循环油(LCCO)和(c)辛烷化的油(DCO)。轻质烃可通过上端管道从主分馏器中除去并进入分离器的桶内。在分离器的桶里，轻质烃可分离成(1)湿气体及(2)包括丙烷、丙烯、丁烷、丁烯和石脑油的C₃至221-℃的轻质烃类物质。潮湿气体通过分离器桶上的潮湿气体管中排出并再在蒸气回收单位(VRU)中加工。C₃至430-°F(221-℃)物质从分离器桶的排料管中排出并经过蒸气回收装置(VRU)作进一步加工。LCCO从主分馏器的LCCO管排出而用作骤冷剂部分或再精炼、加工或出售。辛烷化油(DCO)可从一个或多个DCO管道中从主分馏器中除去而进一步使用。包括辛烷化油(DCO)的浆状再循环油可通过泵经过浆管182(图1)而从主分馏器190的底部处的DCO管199(图6)中泵至提升管反应器100以用于再循环。残留的DCO可转送，在精炼中再使用。

从提升管反应器100(图1)中排出的废的失活的焦化催化剂可在气提部分116用诸如轻质烃类气体或蒸气的气提气体而提出可蒸发的烃类。被气提过的焦化的催化剂经过气提器116的废催化剂管144而进入再生器140。空气通过空气注入管146注入使废焦化催化剂流体化并携带废的焦化催化剂以0.06m/秒-1.22米/秒的速率经过废催化剂立管144而进入再生器140中。较好的是，将过量的空气注入再生器140中以完全将催化剂上的焦化物转化成二氧化碳和水蒸气。对于完全燃烧而使焦化物转化成二氧化碳和水蒸气所必需的化学计量上的空气量来说，空气可过量约2.5％-25％。

在再生器140中(图1)，在空气的存在下催化剂上的焦化物燃烧，结果催化剂含有小于1％(重量)的焦化物。焦化催化剂包含于再生器下端的密相区部分，再生器上端稀相区部分的底部。虽然一氧化碳主要是在带有促进燃烧剂的密相区中燃烧，即密相区有CO燃烧促进剂，但一氧化碳(CO)在稀相区和密相区中都可燃烧。密相区中的温度范围约为566℃-760℃。稀相区中的温度范围约为649℃-821℃。堆积的气体(燃烧气体)从再生器140的上端的烟道154排出去，使堆积气体最好地少于0.2％(2000ppm)(体积)CO。一氧化碳燃烧热的主要部分最好被催化剂所吸收并通过再生催化剂管170和竖管166将再生催化剂转移至提升管反应器100中。

在催化裂化器(提升管反应器)100中，一些不挥发的碳质材料或焦化物沉积在催化剂微粒上。焦化物包括一般含有4-10％(重量)，氢的高浓缩的芳族烃。由于焦化物系在催化剂上构成，所以使催化剂的裂化活性及催化剂对产生混合的气油的选择性减小。用一合适的再生方法除去催化剂的大多数焦化物，催化剂即可恢复其最初的能力。

催化剂的再生是通过采用诸如空气的含氧气体使沉积在催化剂表面的焦化物燃烧而进行的。从催化剂上燃烧焦化沉积物需要大体积的氧气或空气。焦化物氧化的特征在于如同碳氧化的简单方法且可由下列化学等式代表：

a．

b．

c．

反应式(a)和(b)在典型的催化剂再生条件下都会发生，其中催化剂温度范围约为566℃-704℃，当再生催化剂在此温度范围里时它是气-固化学作用。温度升高的效果在于燃烧碳的比例增加且更彻底地从催化剂中除去碳或焦化物。由于燃烧比率增加，则只要足量氧存在时会有增加的热量放出，可能产生气相反应(C)。后者的反应是通过游离基引发和传播的。进一步将CO燃烧成CO₂是热能的一个吸引人的来源，因为反应(c)是一极大的放热反应。

图2的催化裂化器(催化裂化装置)总的结构和功能与图1的相似，除了轻质催化循环油(LCCO)骤冷管284倾斜角相对垂直而言，约为15°-45°，较好地为30°不同外，这样可增加骤冷剂的轨道使其能混合均匀。再生器容器242也安装在分离器208的侧面。为了易于理解，图2中的部分、元件及组成都相应于图1中的催化裂化的部分、元件及组成编号，除了只增加100，即在200系列中例如提升管反应器200，外部旋风分离器206，分离器208，气提器216，再生器240等。催化裂化反应器较好地包括提升管反应器。一些催化裂化单位有两个提升管反应器，两个粗分馏旋风分离器，两个滑动阀及两个竖管，它们与一个再生器及一个分离器相连。

图12和13的催化裂化器(催化裂化装置)一般结构和功能与图2中的相似，只是除了四个内部粗分馏惯性分离器306包括粗加内部惯性旋风分离器，它用于产品催化裂化油蒸气通过水平产物管305从提升管反应器300中排出后用外部旋风分离器从催化裂化中粗分出大量催化剂的场合。四个CCO骤冷剂注入管384延伸至分离容器(分离器)302内的稀释部分(区带)310内部而恰好在内部粗分馏分离容器306蒸气出口318的上方，在大多数焦化的催化剂用内部粗分馏分离器306从油中除去后，从384注入和喷雾包括LCCO和/或HCCO在催化裂化油中的CCO骤冷剂。骤冷注入管可安装为相对垂直而言是15°至90°(水平)的斜角，使骤冷剂回流回降至最少。

在图12中，垂直的输出废催化剂管、导管及斜槽328依附在内部粗分馏分离器306的下端使分离出来的废催化剂排至分离器306的下端浓厚部分(区带)314及气提部分(气提器)316。分离器308上端稀相区310的顶部有5个次极内部旋风分离器312。分离容器308和粗分馏分离器306上方的次级内部旋风分离器312共同操作以作除去从流动气体和油蒸气中残留下来的催化剂颗粒(细粉)。为了易于理解，图12和13中催化裂化器的部分、元件及组成与图2中相应部分的编号相似，提升管反应器300，内部粗分馏风分离器306，气提器316，再生器340等。

FCCU600装置与图12和13的催化裂化器相似，它的一个主要设计补充改变是在于使用HCCO来代替LCCO使分离器骤冷。选择HCCO代替LCCO来避免液泛，(即超过了分馏器中LCCO部分的容积)，并改进所有装置的热量回收，以及HCCO循环的泵能力更大。

HCCO骤冷剂喷嘴被安装成在反应气体一离开旋风分离器即被冷却，来发挥最大骤冷效率。HCCO能使分离器冷却17℃至93℃，较好的情况至少可冷却至少38℃。

图14和15的催化裂化器(催化裂化装置)总的结构和功能与图12中的相似，但除了垂直中心、中心提升管反应器400沿分离器408垂直轴垂直地向上延伸至稀相区部分(区带)410内不同之外。提升管反应器409的上端与包括一倒罐的内部粗分馏惯性分离器406同轴安装。倒罐406具有，开放的底端406a用来使分离出来的焦化催化剂排入分离容器408的密相区部分(区带)414和气提器部分416；一个无孔的固体平面或平顶或天花板406b，给提升管反应器400的上端409上限定空间并在催化裂化油的催化剂负载蒸气上提供一撞击平板使蒸气撞在提升管反应器出口上端409上；一个上端圆柱形的壁406c，它从顶端406b向下延伸；中间部分有一个罩406d，它在上端壁406c下延伸，一个下端的圆柱形壁406e，它是406a的开放底部从罩406d下面延伸出去。

罩406d(图14和15)包括一向外张开的裙状边缘。罩406d纵向延伸至上端有一分岔的壁406f，它是从上端壁406c中延伸下来的，再向下集中成下端壁406g，这是从壁406f向下延伸而得的。上端的菱形壁406f有一对直径相对的矩形排料开口或窗406h，它让催化裂化油在油从催化剂中粗分出来后，其流动的产物蒸气能从中出口。

当载满催化裂化油的催化剂从提升管反应器400的上端409(图14和15)处出去，它以足够的动量撞击在内部粗分馏分离器(倒罐)406的顶部406b上，强制从催化裂化油中粗分出大量的废焦化催化剂。分离出来的催化剂通过倒罐406的开放底部406a由于重力而排出。从催化剂中粗分出来的催化裂化油通过倒罐406的窗406h排出。

一对径向相对的水平骤冷管或注入器484(图14)水平地延伸入分离容器408的稀相区部分(区带)410的内部，它们靠近窗406h并与之排列在一起，它们喷出包括LCCO和/或HCCO的骤冷剂以进入催化裂化油中。骤冷管484可斜向排列，相对垂直而言骤冷管成15°至90°(水平)，这样骤冷剂的回流可减至最少。

分离容器408(图15)和在分离容器顶部的次级内部旋风分离器412(在粗分馏分离器406的上方)共同从流动气体和油蒸气中除去残留的焦化催化剂颗粒(细粉)。为了易于理解，图14和15中的催化裂化的部分、元件和组份除了是400系列，其它与图12中的相应部分，元件和组成的编号相同，例如，提升管反应器400，内部粗分馏分离器406，气提器416，再生器440等。

图16的催化裂化器(催化裂化装置)与图12中的总的结构和功能是相似的，但除了再生器540是装在分离容器(分离器)508的下方。为了便于理解，图16中催化裂化器的部分、元件及组份除了是500系列外，其它与图12中的相应部分、元件及组成的编号相似，例如，提升管反应器506，气提器516，再生器540等。

在一些环境中，需要采用流化床反应器或流体化的催化裂化反应器来代替提升管反应器。

实施例

下列实施例用来阐述本发明的实际应用但在任何方面都不是限制本发明的范围。

实施例1和2

如图1所示的相似方法在催化裂化装置(装置Y)中进行实验。实施例1的试验表明基础情况。实施例1中的催化裂化来进行LCCO骤冷。实施例2试验中的催化裂化是用暂时区域控制骤冷管道的LCCO骤冷剂来进行的，试验结果如下所示。LCCO骤冷试验产生了意想不到的令人惊讶的好结果，因为石脑油辛烷增加0.2RM/2，转化率增长0.64％(体积)，石脑油得率增加0.5％(体积)，重质催化循环油稳定性增加。C₂-气体得率降低23％(重量)。在用LCCO骤冷的催化裂化期间生成产物的程度、产量及质量都是出乎意料之外的。这类由于LCCO骤冷而形成的增长产生了产品价值大大地增长。

实施例1 实施例2 数据变动

差异LCCO骤冷剂，MB/D 0.0 1.5 +1.5新鲜原料，MB/D 24.6 24.7 +0.1提升管°F 955. 956. +1.管道上方的粗切旋风 951. 903. -48.分离器，°F从分离管至主分馏塔的 940. 903. -34.蒸气管道温度差，°F提升管反应器和分离容器 15. 53. +38.的温度差，°F预热温度，°F 437. 435. -2.HCCO再循环，B/D 710. 790. +80.浆状物再循环，B/D 700. 700. 0.再生床温度，°F 1312. 1305. -7.转化率，％(体积) 69.15 69.79 +0.64新鲜原料性质重力 23.9 24.0 +0.1氮气，％(重量) 0.112 0.111 -0.001硫，％(重量) 1.23 1.22 -0.01粗柴油，％(体积) 97.8 97.6 +0.2

实施例1 实施例2 数据变动

差异转化率，％(体积) 69.15 69.79 +0.64TC2-，WT％ 3.34 3.11 -0.23TC3,Vol％(体积) 10.80 10.90 +0.10C3=/TC3 0.689 0.693 +0.004TC4,Vol％ 13.19 13.52 +0.33C4=/TC4 0.524 0.513 -0.009iC4/C4饱和 0.789 0.785 -0.004C5/430,Vol％ 51.83 52.33 +0.50汽油混合物例如，戊烷，戊烯LCCO,Vol％ 25.54 24.91 -0.63DCO,Vol％ 4.62 4.57 -0.05焦化物，Wt％ 5.90 6.16 +0.26回收体积，Vol％ 105.99 106.24 +0.24C5/430MCL辛烷 93.7 93.9 +0.2RCL辛烷 81.4 81.6 +0.2

实施例1 实施例2 数据变动

差异LCN诱导期，分钟 25 25 0RON 94.5 94.5 0MON 80.2 80.2 0HCN诱导期 395 615 +220RON 92.9 93.4 +1.6MON 80.9 81.4 +0.5

实施例3和4

在已除去焦化物的催化剂微粒后用煤油模仿催化裂化油来进行小型研究。在实施例3和4试验中，骤冷剂速率是60克/小时，油产物速率是125克/小时。实施例3的骤冷剂是HCCO。实施例4的骤冷剂是LCCO。下面报告的HCCO和LCCO的骤冷结果是很相似的：

实施例3 实施例4反应器(℃) 590 593C₂-燃烧气体(wt％)等温骤冷 14 16+20分钟冷却 10 960分钟冷却 8 6

实施例5和6

用如图2所示相似的方法在另一个催化裂化单位(FCCU500)中进行实验。实施例5提供了不采用LCCO的基础情况。实施例6是用LCCO骤冷剂进行催化裂化。油进料比率为79MBD。提升管反应器温度为549℃。没有LCCO骤冷剂，分离容器顶部的反应器温度低于提升管反应器12°F。在5.6MBDLCCD骤冷剂下，LCCO骤冷剂合乎要求地减少了在由约16.7％1140MSCFH-980MSCFH而形成的干燥气体的产生，充分增加了4.4％从39.5MBD-41.2MBD的汽油产物，增加了约1％体积回收率。LCCO骤冷剂也减少了丙烷、丙烯和异丁烷的产生，工作条件和试验结果如下：

实施例5 实施例6

无骤冷剂有LCCO骤冷型LCCO骤冷剂速率 OMBD 5.6MBD立管温度 1020°F(549℃) 1020°F(549℃)分离管顶端温度 1008°F(542℃) 967°F(519℃)立管和分离管的温度差 +12°F(7℃) +53°F(30℃)C₂-干燥气体 1140MSCFH 980MSCFHC₅+汽油 39.5MBD 41.2MBD回收体积％ 108.9％ 109.8％

实施例5 实施例6

无骤冷剂用骤冷剂差额

(wt.％) (wt.％) (wt.％)C₂-干燥气体 4.8 4.0 -.8丙烷 2.1 1.8 -.3丙烯 5.7 5.3 -.4异丁烷 3.7 3.5 -.2正丁烷 1.2 1.2 -丁烯 6.8 6.7 -汽油 41.2 43.0 +1.8LCO/DCO 29.4 29.3 -焦化物 5.1 5.2 -

实施例7-9

在用循环油骤冷剂的催化裂化单位中进行进一步的试验。在实施例7中，与图1所示的相似，当产物从催化裂化单位(单位Y)中的外部粗分馏旋风分离器中出来后用一个暂时局部控制的骤冷管马上注入LCCO骤冷剂。实施例8与图2所示相似的另一个催化裂化单位(FCCU500)中的两个外部粗分馏旋风分离器中产物出来后马上注入LCCO骤冷剂。在实施例9中，与图12和13所示相似的催化裂化单位中的四个内部粗分馏旋风装置中使产物出来后马上注入HCCO骤冷剂。实验条件如下所示及如图10和11所示：

实施例7

进料速率 24,700 B/D

提升管输出温度 511℃

骤冷剂介质 LCCO

骤冷剂速率 1500 B/°F (6.1％)

在分离器中的蒸气滞留时间 16秒

燃烧气体还原 635 M SCFD

实施例8

进料速率 77,000 B/D

提升管输出温度 547

骤冷剂介质 LCCO

骤冷剂速率 5500 B/D (7.1％)

在分离器中的蒸气滞留时间 9秒

燃烧气体还原 5 MM SCFD

实施例9

进料速率 37,000 B/D

提升管出口温度 527℃

骤冷介质 HCO

骤冷剂速率 3000 B/D (8.1％)

分离容器中的蒸气的滞离时间 13秒

燃烧气体还原 1.5 MM SCFD

实施例10-18

使反应器温度升504℃或以上，特别在高于538℃时就会减小石脑油产品和汽油产品的氧化稳定性。活性基质辛烷催化剂(含有超稳定-Y沸石，在沸石中带有或没有交换入沸石的稀土元素，被支持在载体基质上，它表现出与沸石无关的裂化活性)也产生一个不如稀土交换Y催化剂所产生的石脑油产品和汽油稳定，稀土交换的Y催化剂产生大体积的低辛烷石脑油。此外，FCU进料混合物中所夹杂的残油将减少石脑油产品和汽油的稳定性。

根据本发明，骤冷通过在原始粗分馏分离油蒸气产物和催化剂的混合物后尽可能地降低分离容器中稀相区的温度，从而实际上增加了石脑油产品和汽油的氧化和贮存稳定性。

对有或无循环油骤冷剂的催化裂化单位进行氧化性试验。在实施例10-13中，粗柴油进入如图1所示类似的催化裂化单位(单位Y)中用暂时局部控制的骤冷剂管道进行催化裂化，如果指出，则在产品从外部粗分馏旋风分离器中出来后马上注入LCCO骤冷剂。在实施例14-16中，粗柴油油进料至如图2所示的类似的催化裂化单位(FCCU500)中，如果指出，则当产物从两个粗分馏旋风分离器中出来后马上注入LCCO骤冷剂。在实施例17和18中，粗柴油进入如图12和13所示的类似的催化裂化单位(FCCU600中)，如果指出，则在产品从两个在分离器(分离容器)中的内部的粗分馏旋风分离器中出来后马上注入骤冷剂HCCO。实验结果如下所示：

稀相区FCU骤冷剂对FCCU石脑油氧化稳定性的作用

氧化稳定性的作用实施例装置产物流10 Y 重质催化石脑油11 Y 重质催化石脑油12 Y 轻质催化石脑油13 Y 轻质催化石脑油14 FCCU-500 C5-430

总的催化石脑油15 FCCU-500 C5-430

总的催化石脑油16 FCCU-500 C5-430

总的催化石脑油17 FCCU-600 FCU不稳汽油

-2045小时18 FCCU-600 FCU不稳汽油

-2000小时

稀相区FCU骤冷剂对FCCU石脑油氧化稳定性的作用

续实施例提升管输出温度稀相区温度骤冷剂流体

(℃) (℃)10 504 540 无11 505 483 LCCO12 504 540 无13 505 483 LCCO14 548 537 无15 549 540 LCCO16 548 537 LCCO17 549 532 无18 549 488 HCCO

稀相区FCU骤冷剂对FCCU石脑油氧化稳定性的作用

续实施例进料组合物残留物％ ASTMD-

HVGO％加氢处理的 525稳定性

粗柴油％ (分钟)10 100 0 0 39511 100 0 0 615 12 100 0 0 2513 100 0 0 2514 72 28 0 20015 78 22 0 22516 72 28 0 25017 52 32 16 7518 52 32 16 125

前面的实施例10-18显示了骤冷对产物稳定性的良好作用。

实施例19-48

用循环油骤冷方法进行进一步的氧化稳定性试验。产物从与图2相似的催化裂化单位(FCCU500)中的两个粗分馏旋风分离器中出来后马上注入LCCO骤冷剂。产物从与图12和13所示相似的催化裂化单位(FCCU600)中分离器(分离容器)中的两个内部粗分馏旋风分离器中出来后马上注入HCCO骤冷剂。催化剂复合物系被包括于FCCU500和FCCU600中。立管输出的权均温度反映出每个单位(FCCU500和FCCU600)的进料流速及每个单位(FCCU500和FCCU600)的裂化温度。从接受线路中的取样点收集样品从而测定LCN和HCN的稳定性。ULR与用抗氧剂添加物处理过的LCN和HCN掺合。条件和结果如下所示：骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化

稳定性的作用

提升管输出温度实施例 FCCU500 FCCU600 权均加至催化剂复合物

中的残留百分数19 970 980 974 4.420 973 980 976 4.021 980 980 980 4.222 980 980 980 4.323 980 980 980 4.7平均 977 980 978 4.3误差范围 5 - 3 0.224 980 981 980 4.325 983 983 983 4.426 975 985 979 4.427 985 985 985 4.428 985 985 985 4.429 985 985 985 4.330 985 985 985 4.5骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化稳定

性的作用

平均 983 984 983 4.4误差范围 4 2 3 0.1

骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅

普通级(ULR)汽油的氧化稳定性的作用

在ULR中在ULR中的在ULR中总实施例的HCN％ LCN％的催化石脑油％19 50.3 14.5 64.820 49.8 19.2 69.021 56.5 14.0 70.522 58.0 14.7 72.723 56.0 9.2 65.2

平均 54.1 14.3 68.4

误差范围 3.8 3.5 3.424 55.3 13.6 68.925 55.6 11.3 66.926 54.4 9.5 63.927 59.3 14.4 73.728 54.3 14.7 69.029 48.5 17.8 66.330 59.0 11.7 70.7

平均 55.2 13.3 68.5

误差范围 3.6 2.7 3.2骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化

稳定性的作用

ASTMD-525 在FCCU500中在FCCU600中

氧化稳定性的LCCO骤冷的HCCO骤冷实施例 ULR LCN HCN FCCU500 FCCU60019 530 120 225 是否20 535 120 195 是否21 465 9 000 是否22 415 - - 是否23 400 - - 是否平均 469 110 207 是否误差范围 63 17 16 - -24 710 110 ＞240 是是25 740 135 105 是是26 730 135 ＞240 是是27 770 105 ＞300 是是28 710 105 - 是是29 825 120 ＞300 是是30 725 - - 是是

平均误 744 118 - 是是

差范围 41 14 - - -骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化

稳定性的作用

输出温度进入催化剂复合物

提升管中残留物％实施例 FCCU 500 FCCU 600 权均31 1010 1015 1012 6.432 1010 1015 1012 6.533 1010 1015 1012 6.434 1010 1015 1012 6.435 1010 1015 1012 5.836 1010 1015 1012 5.537 1010 1015 1012 5.438 1010 1015 1012 5.439 1012 1015 1013 5.540 1012 1015 1013 5.741 1013 1016 1014 5.4

平均 1011 1015 1012 5.8误差范围 1 0.2 1 0.542 1010 1020 1014 5.343 1010 1020 1014 5.344 1010 1020 1014 5.845 1010 1020 1014 6.046 1010 1020 1014 6.0骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化

稳定性的作用

在ULR中的在ULR中的在ULR中总的催实施例 HCN％ LCN％化石脑油％31 56.0 12.3 68.332 56.0 12.6 68.633 50.0 15.2 65.234 52.0 15.7 67.735 49.0 14.8 63.836 56.0 9.0 65.037 55.1 12.5 67.638 55.1 12.5 67.639 54.7 12.7 67.440 56.5 10.5 67.041 59.3 13.6 72.9

平均 54.5 12.9 67.3误差范围 3.0 2.0 2.442 52.8 12.3 65.143 52.8 12.3 65.144 55.8 8.3 64.145 50.0 10.3 60.3骤冷对含有FCCU产物石脑油的无铅普通级(ULR)汽油的氧化

稳定性的作用

氧化稳定性在FCCU500 在FCCU600

中中

ASTMD-525 LCCO骤冷剂 HCCO骤冷

剂实施例 ULR LCN HCN FCCU500 FCCU60031 415 - - 有无32 420 ＞240 ＞240 有无33 395 - - 有无34 330 - - 有无35 340 - - 有无36 355 - - 有无37 335 - - 有无38 320 - - 有无39 340 90 - 有无40 330 105 75 有无41 335 90 135 有无

平均 335 - - 有无误差范围 36 - - - -42 720 120 - 有无43 720 105 ＞300 有有44 825 105 ＞240 有有45 710 105 ＞240 有有46 710 105 ＞240 有有

实施例49-54

在粗分馏旋风分离器的下游骤冷也减少二烯烃的得率。据信二烯烃(含有二个不饱和C-C键的分子)是已被确证为热裂产物而不是催化裂化反应产物，它们在高温的FCCU中形成或在FCCU中滞留时间过长而形成。通过降低分离区带中的温度，采用骤冷可减少二烯烃的得率。

C₄二烯烃(丁二烯，特别是1,3丁二烯)被认为在异丁烷烷基化单位中对FCCU丁烯类继续反应有害；它们造成酸性烷基化催化剂过于稀释。

C₅二烯烃包括，但不仅限于异戊烯，1,5-戊二烯和环戊二烯，它们同样被认为是FCCU产物流中所不希望的产物，若C₅FCCU产物加入异丁烷烷基化单位中，在此C₅烃类流中的C₅二烯烃可引起酸性烷基化催化剂过度稀释。

可替换的是，含有C₅和高分子量的二烯烃的FCCU产物流可掺入产物汽油中。在汽油中，二烯烃估计会引起产水的不稳定。含有两个不饱和键的化合物反应活性高，它迅速与氧气或其它物质反应形成不希望有的胶状物。

因此，需要有一种少产生二烯烃的方法。使反应器稀相区骤冷将减低二烯烃的得率。使汽油不稳定性的化学反应是复杂的。据信二烯烃是这些反应中的参与者，但若被实施例19-48中骤冷而涉及另外的分子化合物而不是二烯烃则可改善稳定性。

下面给出骤冷减少二烯烃得率的实例。试验中有C₅二烯烃存在。人们希望骤冷能同样改变其它二烯烃的得率。

在与图2相似的催化裂单位(FCCU500)中进行得率试验。从离开分离容器的蒸气产物管中得到总的C₅-430石脑油产物的样品。

实施例50和51的样品一个提升管反应器停止运行时取出。另有一个提升管反应器仍在工作，通过单个外部粗分馏旋风分离器排料至普通分离容器中。

实施例49和52-54中的样品在提升管反应器同时工作时取出。来自两个外部粗分馏旋风分离器的气体产物马上在其粗分馏旋风分离器下游用LCCO骤冷，然后使骤冷的物料源进入普通分离容器中。

实施例49,52和54中每个提升管反应器的比率是相同的，但都合适地分开，大致的比率为50/50。在实施例53中，骤冷剂的流动比率在A输出口为2500b/d,B输出口为4100b/d,总的为6600b/d。

这样得到下列结果：

无骤冷剂的试验

实施例裂化温度新鲜原料 LCCO骤冷新鲜原料的

(℃) B/D 剂 C₅二烯烃体

积

49 547 73,500 0 0.21

50 553 48,900 0 0.22

51 553 48,900 0 0.17

用LCCO骤冷剂的试验

实施例裂化温度新鲜原料 LCCO骤冷新鲜原料的

(℃) B/D 剂 C₅二烯烃体

积

52 543 80,600 7,000 0.08

53 548 76,500 6,600 0.11

54 549 74,600 6,300 0.11

在基本相同的裂化温度下，采用LCCO骤冷使C₅二烯烃得率减少约35-50％。

选择骤冷剂

为了有充足的加热能力以有效地冷却裂化的油产物使油产物的热裂反降至最少并让热回收在分馏器的底部进行而不是在顶部，故骤冷剂的沸点为125_°F(52℃)，最好至少为430_°F(221℃)。合乎要求的是，骤冷剂的分子量应高于90以限制骤冷剂和油产物蒸发时总的膨胀体积为100％-120％，较好地为103％-105％或更少的无骤冷剂时油产物体积，即骤冷剂的体积膨胀应为0-20％催化裂化油体积，较好地为3％-5％催化裂化油体积或更少。此外，在482℃-593℃下分离容器稀相区内停留时间为1-30秒内骤冷剂应是无反应活性的且对热裂反应惰性。诸如LCCO、HCCO、HCN、焦化粗柴油和焦化装置馏出液的先裂化过的烃类很适合用作骤冷剂，因为它们对热裂化的反应性能比诸如直馏粗柴油和直馏石脑油的未加工过原料以及诸如加氢处理的粗柴油和加氢处理过馏出液的加氢处理过原料的反应性要差。此外，骤冷剂较好地是沸点低于482℃，能在分离器中的稀相区内完全气化以便能有效地冷却催化裂化产物并避免精炼设备的壁和管道焦化。

合乎要求的是骤冷剂减少了C₂燃料气体产物以便使催化裂化单位有较高工作温度。

表A显示出骤冷剂的种种性质。在此专利申请中LCCO也包括在沸点范围内搭泵中间产物回流物，API重力及分子量与表A中所示LCCO相似的物质。

表A

骤冷剂的性质

标称沸点℃ 标称API重力平均分子量轻质催化循环油 221=-343 11-30 200-300

(LCCO) 平均20 平均215重质催化循环油 343-454 2-25 250-350

(HCCO) 平均10重质催化石脑油 149-221 20-50 100-250

(HCN) 平均35-40轻质焦化粗柴油 260-343 30-35 210-300

(LCCO) 平均274 平均34焦化蒸馏釜的馏 221-343 30-40 200-250

出液平均262 平均35 平均215

煤油 160-277 35-41 150-200

平均204-232 平均41 175加氢处理的馏出 221-343 35-45 225-265

液平均293 平均39.5 230直馏粗柴油 343-538 21-32 300-400

(VGO) 平均25 平均350重质直馏石脑油 149-177 40-60 100-250

(HVN) 平均163 50 150轻质直馏石脑油 52-79 60-80 70-150

(LVN) 平均66 70 125加氢处理的粗柴 343-538 24-35 300-400油(HGO) 平均29 平均350辛烷化的油 371-649 -4到+10 400-600(DCO) 平均482 平均+2 平均500残留物 538-871 0-20 300-1000

平均12 平均700水(H₂O) 100 平均10 18

骤冷包括将一种流体，较好是将一种液体注入催化裂化单位，较好地是马上注入至粗分馏分离器(旋风分离器)的下游以停止反应。通常来说，一种优秀的骤冷过程：

1)通过有效地降低有价值产物进行热裂化反应而产生最经济的效益，有价值产物的热裂化反应常在催化裂化基本完成后发生。

2)使运转中副效应减至最小。

3)使实用耗费最小。

虽然许多流体可用作骤冷剂，但由于骤冷过程很复杂，极选择骤冷剂材料和选择骤冷剂的器具是不简单的也不是显而易见的。在一方面杰出的流体可能在另一方面则不被接受。

骤冷流体冷却并稀释了FCC立管产物并减少了热产物的得率。图7和8显示了种种骤冷剂冷却产物流的能力，即显示了不同流体的相对冷却能力。骤冷的产物温度绘图来表示骤冷剂加入量的作用。图7中的LCCO/CAT表示在催化剂从油产物中粗分出来前就注入LCCO。用百分比表示的骤冷添加物是骤冷流体与产物蒸气重量比率。骤冷流体的热容量及其蒸发热(若是液体)会影响冷却能力。水是非常有效的，每加入1％(重量)则冷却-6.7℃(20_°F)。烃类也是有效的，每加入1％(重量)约可冷却-13.9℃(7_°F)。由于水蒸气已经蒸发故效果较差(加入1％(重量)冷却-15.5℃)在移去催化剂前冷却产物要求极大量的骤冷流体，因为催化剂保留着大量的热量且催化剂的存在量很大(典型地是油重的6倍)。虽然水提供了良好的冷却，但它的缺陷抵销了这一优点。

表B

骤冷剂分相对的热产物浓度骤冷剂 C₂燃料气

子量裂化能力浓度体减少％

(重量)

水 18 0.00 0.737 0.263 78.0

烃

烃 106 0.36 0.846 0.154 69.4

烃 114 0.59 0.856 0.144 68.0

烃 130 1.37 0.871 0.129 64.3

烃 201 0.65 0.913 0.087 65.7

烃 216 1.06 0.918 0.082 64.0

烃 245 2.46 0.927 0.073 60.8

烃 339 1.05 0.946 0.054 63.1

烃 365 1.71 0.950 0.050 62.1

烃 414 3.96 0.956 0.044 59,1

加入骤冷剂液体使产物温度降低，并稀释立管中产物的浓度从而减少燃料气体。立管产物(及烃类骤冷剂)的热降解速度率视温度在系统中的残留时间、蒸气的浓度及材料的干扰反应性(热裂化能力)而定。降低立管产物浓度可以减慢骤冷流体本身由于较低热裂化能力而产生的降低速度而不是立管产物降解。表B提供了在538℃(1000F)下立管产物最初的相对摩尔浓度以及将占产物约15％(重量)比率的各种不同分子量的骤冷流体注入后骤冷剂的浓度。在表B和下表中，C-₂燃料气体的减少与烃产物瞬间冷却至538℃-482℃、滞留时间为约13秒。骤冷流体(注入时间液体)根据分子量不同而使膨胀体积不同)。最小的分子量膨胀最大，从而最大地稀释了立管产物。表B根据实验室实验评估了C_2-燃料气体的减少，表B也包括骤冷流体有关的热反应性。有低分子量的骤冷液体其C_2-燃烧气体生成最少，因为C_2-燃烧气体有热降解的倾向，条件是骤冷流体本身应对热裂化敏感性低。

骤冷剂的稳定性是重要的，不稳定的骤冷物质要求过量取代物是本身也促进C_2-生成。表B包括种种流体的热稳定性。从种种骤冷剂流体的实验室试验中测量其热稳定性(裂化性)。表中的值与重质催化石脑油相关，该石脑油与立管产物性质很相似。当然非烃类的水不会裂化极其性能可作为烃类的指标。具有低裂化性的烃就提供出了令人满意的性能。

在骤冷中混合时间也是一个重要的因素。当骤冷剂流体注入热产物蒸气内，骤冷剂和产物蒸气必须尽快混合以便以最快速度冷却。两种物料流混合不充分就使热反应要有额外的时间进行。用喷雾嘴注入骤冷剂流体可形成极小的液滴，能很快地分散并蒸发。

表C是根据对LCCO骤冷剂做实验所得的结果，它表明混合时间对减少热产物的作用。

表C

对LCCO骤冷剂而言，冷却时间对减少燃烧气体的作用

产物温度冷却时间(秒) 骤冷剂产物％ C₂-燃料气体减

(℃) (重量) 少％

538 1 15 92.4

538 5 15 64.0

649 1 b0 92.4

649 5 60 69.5

在选择合适的骤冷剂时蒸气膨胀是一个重要的因素。蒸气化的骤冷剂进入产物回收系统它必须与方法设备相符并能得到控制。骤冷剂流体选择不合适可导致立管排料流出受到干扰。并妨碍催化剂从产物蒸气中分离出来，引起产物分馏器的有效运转遭受干扰，为了使这类干扰减至最小，骤冷剂流体成为蒸气时应形成最小膨胀以避免不稳定和极端的压力水平。图9显示了对于种种骤冷剂液体、骤冷产物流体积与只是产物流的体积比作为骤冷温度下降的功能。图9中的符号LCCO/CAT表示在催化剂从油产物中粗分出来以前LCCO骤冷剂就注入油产物中。因为大量骤冷剂加入来冷却蒸气且低分子量的所产生的大体积气体，故气体、水蒸气和丙烷大为增加。水也基本上蒸发膨胀。用水骤冷的蒸气的体积比单独的产物蒸气大20％。这个巨大的膨胀可能反作用地影响运行故应当避免。另一方面，液体烃只有几乎中性的体积改变。对于液态烃而言，典型的是分子量足够高结果气体体积比水小。通过浓缩冷却的产物使烃的膨胀被抵消，结果以体积计量的流动速率几乎保持恒定。这个标准与低分子量稀释产物蒸气形成了对照。

实践中对骤冷剂的用量有所限制。若骤冷剂用量增加则益处减少。另外立管产物温度越高受益也最大。表D阐述了这一点。表中的每一对情况相应于加入骤冷剂的两种水平。在538℃下双陪骤冷剂只能减少45％的C_2-得率。在649℃下增加4倍骤冷剂只得到30％改善。

表D

骤冷前骤冷前骤冷后骤冷后骤冷剂 C₂-燃

时间温度时间温度与进料料气体

(秒) (℃) (秒) (℃) 比％减少％水 1 538 12 510 2.33 71.2水 1 538 12 482 5 99.3LCCO 1 538 12 510 7 64.0LCCO 1 538 12 482 15 92.4LCCO 5 538 8 510 7 43.9LCCO 5 538 8 482 15 64.0水 1 649 12 593 5 74.3水 1 649 12 482 20 97.5LCCO 1 649 12 593 15 67.2LCCO 1 649 12 482 60 92.4LCCO 5 649 8 593 15 45.8LCCO 5 649 8 482 60 68.5在决定合适骤冷剂时焦化是另一个重要标准。形成焦化物的倾向高对骤冷剂流体是有害的。焦化沉积物可限制工艺流程而可被强迫停工，再生器内过量焦化物可能反作用也影响单位的热平衡且不经济。另一方面，通过使骤冷剂流体与分离容器中稀释区带内的催化剂相互作用而减少焦化物，从而改善了单位焦化物的选择性更经济。

采用骤冷剂增加了实用耗费。优秀的骤冷剂液体可使这些耗费减至最少。耗费与下列情况有关：补充损失的骤冷流体，泵骤冷剂流体；热量回收不完全及失去；用作冷却和热水贮槽的水的要求；以及对脏水处理。

一些烃类骤冷物质可进行热降解。C_2-燃烧气体是通过降解而产生。在表E采用计算机模式预言种种骤冷介质的性质对C_2-粗产物减少的作用。降解产物的骤冷剂流体表明可减少C_2-燃烧气体。

表E

骤冷物质性对预计使用性能的作用

重力平均沸点分子量相对热裂骤冷剂的 C₂-燃料气

ABP(℃) 化能力浓度体减少％

0.825 149 130 1.38 0.129 91.3

0.825 302 245 2.46 0.073 89.5

0.825 427 414 4.00 0.044 88.6

0.93 149 114 0.59 0.144 94.5

0.93 302 216 1.06 0.082 92.4

0.93 427 365 1.72 0.050 91.4

0.99 149 106 0.37 0.154 95.6

0.99 302 201 0.66 0.87 93.4

0.99 427 339 1.06 0.054 92.4

加工水的耗费与采用烃流体作为骤冷物质几乎完全不相关。当水作为骤冷剂时必须对水加工。采用加工过的水要另外的耗费。当水经过该方法后它就被污染了，必须对其处理以满足控制污染的规定。

在选择合适骤冷剂时热回收也是一个重要的因素。大量的热量被骤冷物质所吸收。在实际使用骤冷剂方法时该热量必须以一有用的形式加以回收。一般来说，温度越高，则热回收越容易。因此高沸点的骤冷剂热回收较好。在FCC催化裂化单位中，回收的热量积累在产物分馏器系统。分馏器中低温能量典型地在冷却水中失去。物料流低于100℃-177℃的能量是不能回收的，因此，由于水在常压下的沸点为100℃且当其冷凝时大部分能量释放出来，故从能量回收角度来看它是不良的骤冷介质。沸点只低于指标的骤冷剂温度的流体可有最大的热回收。

在表E中提出了一些俟选骤冷剂流体(LCCO、HCLO、HVGO、气体、油、水的含与相应温度的关系。热量Q₁、Q₂、Q₃、Q₄表示其可吸收热量在(a)329℃，以上(b)在625F(329℃)和246℃间，(c)在246℃和163℃间(d)在163℃和16℃间。优选的是在高温吸收大量热量(例如Q)的物质，在低温吸附热量(例如Q)是不优先的，表F中的物质依次是有骤冷介质性能的物质(1)HCCO,(2)LCCO,(3)粗柴油，最后为水。骤冷产物温度及每次骤冷对Q最高限制是482℃(900F)。在238kPa(20psig)压力下测定值。

Claims

1．一种催化裂化方法，其特征在于它包括步骤：

在裂化催化剂存在下使进料油催化裂化产生催化裂化的产物；

在粗分馏分离器中使催化剂与产物基本分开，所述的粗分馏分离器有作为产物出口的蒸气出口，以及

经所述的分离后，在所述粗分离分离器的所述产物出口附近通过将骤冷剂注入所述的产物而使所述的产物骤冷，其中所述的骤冷剂包括至少一个选自由轻质催化循环油、重质催化循环油、重质催化石脑油、煤油、焦化馏出液、轻质焦化粗柴油、加氢处理过的馏出液、新鲜未处理过的直馏粗柴油及新鲜未处理过的直馏石脑油所组成的组，其中所述的骤冷剂以每桶原料油的2％-20％量注入所述的产物。

2．根据权利要求1所述的催化裂化方法，其中所述的进料油在催化裂化装置的反应器中催化裂化，来自粗分馏分离器的流出物进入分离容器，所述的粗分馏分馏器在分离容器的外面。

3．根据权利要求2所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述的进料油包括粗柴油；

所述的骤冷再包括降低所述产物的温度，使所述产物的热裂化降到最小。

4．根据权利要求2所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述反应器包括提升管反应器

所述产物蒸气在所述催化裂化基本完成后进行骤冷；

所述的骤冷剂与所述的产物相接触，骤冷剂量为每桶原料油的5％-15％。

5．根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

通过使所述的产物与沸点高于水、分子量大于90、体积膨胀率比所述产物的体积少20％的骤冷剂接触而使所述产物热裂化成燃料气体的量降至最低。

6．根据权利要求5所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述骤冷剂对482℃-593℃的热裂反应是惰性的；

所述的进料油在反应器中被催化裂化；和

所述的产物通过所述的骤冷剂冷却到17℃-111℃范围里。

7．根据权利要求5所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述骤冷剂的体积膨胀率少于5％；

所述骤冷剂改进了石脑油产物和汽油的氧化稳定性；

所述骤冷剂基本部分的沸点至少为221℃之上且低于482℃，在所述骤冷时基本上完全挥发。

8．根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于它另外包括步骤：

在所述的裂化催化剂的存在下所述的原料油在催化裂化装置中被催化裂化产生所述的产物和焦化的催化剂，催化裂化装置包括一个再生器和至少一个选自由提升管反应器和流化床反应器所组成组的催化裂化反应器；

在再生器中使所述焦化的催化剂再生；和

使所述再生的催化剂再循环至所述的催化裂化反应器中。

9．根据权利要求8所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述的产物用占每体积所述进料油的2％-15％的骤冷剂进行骤冷。

10．根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于它进一步包括步骤：

在催化裂化装置的反应器中催化裂化进料油；

在外部粗分馏分离器和分离容器中使所述催化剂从所述的产物中基本上分离出来；和

用骤冷剂在所述外部粗分馏分离器的下端和所述分离容器的上端使产物骤冷。

11．根据权利要求2所述的催化裂化方法，其特征在于它进一步包括步骤：

使包括原油的石油基本脱盐；

在炉子中加热所述已脱盐的原油；

将所述加热的原油泵至初级蒸馏塔中；

将所述初级蒸馏塔中的加热原油分离成石脑油、初级粗柴油和粗级粗残油；

将初级粗残油泵至管式炉真空塔内；

在所述的管式炉真空塔内使所述的初级粗残油分离成潮湿气体流、重质粗柴油和真空残油；

将包括所述初级粗柴油的所述原料油从所述的初级蒸馏塔中运送至催化裂化装置的垂直伸长的提升管反应器内；

将新鲜和再生的结晶裂化催化剂加至所述的提升管反应器中；

在所述的裂化催化剂存在下，于所述的催化裂化条件下，在所述的提升管反应器中使所述的进料油经催化裂化产生由所述产物和废的焦化催化剂组成的流出物；

在所述提升管反应器下游有一外部粗分馏分离器，在此之中使所述焦化催化剂从所述的流出物中粗分离出来；

在所述流出物从所述外部分离器中输出后马上将所述的骤冷剂注入所述的流出物以使所述产物热裂成价值差的烃变得最少，并同时增加了石脑油的得率，即从根本上增加了汽油的形成，所述的骤冷剂包括选自由轻质催化循环油和重质催化循环油所组成的组，所述的骤冷剂以占每桶进料油体积5％-15％的量注入产物中；

将所述骤冷的流出物转运至分离容器上端的稀相区内；

在所述分离容器的稀相区部分中的至少一个内部旋风分离器里将大量残留的废焦化的催化剂细粉从骤冷过的流出物中分离出来；

在所述分离容器的气提部分使挥发烃类从所述焦化的催化剂中气提出来；

所述经气提过的焦化催化剂则进入所述催化裂化装置的再生器中；

将空气注入再生器中；

在空气存在下于所述的再生器内将废催化剂上的焦化物基本燃烧掉而使之再生；

使再生的催化剂再循环至所述的提升管反应器内；

在分馏器内将裂化油分离成轻质烃类气体、催化石脑油、包括轻质催化循环油和辛烷油的催化循环油；

将来自所述分馏器的所述轻质催化循环油再循环到骤冷注入管作为所述的骤冷剂供使用，所述的骤冷注入管位于所述的外部粗分馏分离器和所述的分离容器之间。

12．一个催化裂化装置，其特征在于它包括：

一个竖直延长的提升管反应器，它用作在裂化催化剂存在下使进料油催化裂化产生催化裂化油的改质流出物，并留下焦化的催化剂，所述的提升管反应器有一个上端部分和下端部分；

一个与所述提升管反应器的上端部分相连且相通的外部粗分馏分离器，它用来使所述焦化催化剂从催化裂化油中分离出来；

一个竖直的分离容器，它收集来自所述粗分馏分馏器的流出物，并用来使大量残留的焦化催化剂从所述的催化裂化油中分离出来，所述的分离容器有一个带有至少一个内部分离器的上端稀相区，一个下端密相区以及有气提器的气提部分；

一个再生器，它包括一个容器、一个用来将焦化催化剂转运至再生器的竖直提升管、与所述提伸升管相通的用来注入空气并促进所述的焦化催化剂燃烧的空气注入器以及一个用来将再生催化剂转运至所述的提升管反应器内与所述提升管反应器相连的再生催化剂管；以及

至少一个骤冷剂注入管，它用来在所述的催化裂化油从提升管反应器的所述分离器的下端导出后且已将所述催化剂粗分离出去后将骤冷剂注入所述的催化裂化油，以增加石脑油的得率并大大降低所述油产物的热裂化，其中所述的骤冷剂选自轻质催化存活油和重质催化循环油。

13．一种根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于它包括下列步骤：

在催化裂化装置的反应器中在裂化催化剂存在下催化裂化进料油以产生由所述产物和催化剂组成的流出物；

在所述的粗分馏分离器中使所述的催化剂从所述的产物中喔功能分离出来，所述的粗分馏分离器在分离容器内，包括选自惯性旋风分离器和倒罐分离器的惯性分离器；和

在所述分离容器的粗分馏分离器的下端使所述的产物骤冷。

14．根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于它包括进一步下列步骤：

使包括原油的石油基本脱盐；

在炉子中加热所述已脱盐的原油；

将所述加热的原油泵至初级蒸馏塔中；

将初级粗残油泵至管式炉真空塔内；

在位于所述提升管反应器的下端的分离容器中有一粗分馏分离器，在此之中使所述焦化催化剂从所述的流出物中粗分离出来；

在所述流出物从所述分离器中输出后马上将所述的骤冷剂注入所述的流出物以使所述产物热裂成价值差的烃变得最少，并同时增加了石脑油的得率，即从根本上增加了汽油的形成，所述的骤冷剂包括选自由轻质催化循环油和重质催化循环油所组成的组，所述的骤冷剂以占每桶进料油体积5％-15％的量注入产物中；

将空气注入再生器中；

使再生的催化剂再循环至所述的提升管反应器内；

15．根据权利要求11或14所述的催化裂化方法，其特征在于它包括将一些残油加至所述提升管反应器中作为进料油的部分以包括重质催化循环油的骤冷剂部分。

16．根据权利要求11或14所述的催化裂化方法，其特征在于其中的轻质催化循环油被注入所述进料油中作为所述骤冷剂的一个至少部分。

17．根据权利要求14所述的催化裂化方法，其特征在于其中：

所述将废焦化催化剂从所述的流出物中的分离包括使从所述提升管反应器中出来的流出物撞击在倒罐分离器的顶板上，使其经过所述倒罐分离器的底部开口处排出分离过的催化剂，分离过的产物通过倒罐分离器产物出口的至少一个窗口排出；

所述骤冷包括在所述倒罐分离器窗口附近喷入所述骤冷剂。

18．根据权利要求12所述的催化裂化装置，其特征在于其中：

所述的粗分馏分离器位于所述分离容器的稀相区中，用来使所述焦化催化剂从所述催化裂化油中粗分出来，所述内部粗分馏分离器有一个蒸气口作为油出口，下端部分油催化剂出口；和

所述的骤冷剂注入管延伸入所述分离管的内部且基本上与所述内部粗分馏分离器并与所述内部粗切分离器的所述催化裂化油的出口基本成一线。

19．根据权利要求18所述的催化裂化装置，其特征在于其中所述的骤冷剂注入管相对于从分离容器中伸出的垂直参照管成15°-90°斜角，这样可基本上使所述骤冷剂回流量减至最少。

20．根据权利要求18所述的催化裂化装置，其特征在于其中所述的再生器位于所述的分离容器的下方，所述的催化裂化装置包括基本水平的管道，它将提升管反应器上部与所述粗分馏分离器相连。

21．根据权利要求12所述的催化裂化装置，其特征在于其中：

所述的分离器在所述分离容器的外部，与所述提升反应器的所述上部相连，并留有空间，使之能与所述提升管反应器的所述上部作相似的提升；

产物管在所述的外部分离器和所述分离容器的所述上部稀相区之间，并将它们连接起来；

废催化剂管在所述的外部分离器和所述的分离容器的所述下部密相区之间，并将它们连接起来；

所述的骤冷剂注入管与所述的产物管相连且相通；和

所述的骤冷注入管包括基本垂直的注入器以将所述的骤冷剂基本垂直地注入所述的产物管或与垂直参照管成15°-45°斜角以便增加所述的骤冷剂与所述的催化裂化油的混合。