CN1089641A - 含高和低康拉逊残炭组分的富石蜡原料的催化裂化方法 - Google Patents

Abstract

一种同时催化裂化富石蜡进料和重质进料的方 法，其中进料在分开的反应器中与再生催化剂固体颗 粒进行催化裂化反应之前被分离开。该方法提供了 石蜡基组分和重质环烷基组分的分别的最佳裂化，同 时保持了总的热平衡。

Description

本发明涉及烃原料流化催化裂化领域，特别是，本发明涉及利用催化剂再生系统，催化裂化富石蜡烃原料与高沥青质含量（如较高量的康拉逊残炭所示）的渣油的改进方法和设备，在该方法中，使原料组分分离并选择性裂化以提高收率。

炼厂的规划和原料的分配一直是炼油工作者必须面对的一个很复杂的问题。可得到的原料、原料的价格和质量等的不确定性驱使炼油工业寻求象流化催化裂化（FCC）这样的灵活的一次加工装置。这些灵活的一次加工装置是有利的，因为它们能够为各种原料范围内的各种运转情况（包括最高馏分油产率、最高汽油产率和最高烯烃产率）而设计。

此外，许多炼油工作者希望为广泛的原料而设计以便发挥困难原料的现场价值。有可能是经济的原料通常是重质原料，需要专门的FCC以提供一个有利的产品方案。最佳的原料选择和产品收率预测显示出要求比简单的宏观性质（例如，API（美国石油学会）比重、残炭（康拉逊残炭值或兰氏残炭值）、氢含量等）更复杂的特性。在高污染原料存在的情况下，就催化裂化的选择性和原料调合物的经济性而论，也必须适当考虑加工石蜡烃化合物。

要了解有关FCC加工石蜡烃基原料、高CCR原料的特殊问题，应该考虑FCC原料的化学性质。石油基本上是烃类与少量含硫、氮、氧和某些金属元素（例如镍和钒）的其它化合物在一起的混合物。通常用作FCC原料的馏分是沸点约大于650°F的物料。这些馏分是很复杂的混合物，为了方便起见，美国矿务局开发了一种分类体系，根据这种分类体系可以把烃类部分称做“石蜡基”、环烷基或沥青基。在减压瓦斯油范围内（沸点约为760°F）原料特性如下：

石蜡基≥30°API大致K≥12.2

中间基20-30°API大致K＝11.5-12.2

环烷基≤20°API大致K≤11.4

其中K为特性因素-（T） 1/3 /G（T为中平均沸点°R，G为在60°F下的比重）。

由不同的原油得到的减压瓦斯油当用这些标准测定时其呈现范围很宽的变化，这些示于下表中

原料组合物的范围可另外示于图6。这些数据表明各种减压瓦斯油的石蜡烃含量范围从28%（轻质阿拉伯油）到＞60%（孟买重质油）。关于常压重油（减压瓦斯油加减压渣油）示于下表Ⅱ。列出了轻质阿拉伯油、米纳斯常压重油以及加氢处理过的中东常压重油的分析和质谱数据。新鲜的轻质阿拉伯油和米纳斯原料之间的主要差别首先在于其石蜡烃含量，其次是轻质阿拉伯油的单环芳烃含量更高。加氢处理过的原料表明：虽然加氢处理后中东原料有类似于米纳斯原料的API比重和CCR，但它的组成表明它的结构仍受其来源影响而类似于轻质阿拉伯油。这些变化基本上是由于在加氢处理时出现了沸点范围变动。

表Ⅱ

常压重油的组成

轻质阿拉伯油  米纳斯油  H/T中东油

ATB  ATB  ATB

比重,°API  17.3  26.7  25.1

CCR,wt%  9.8  4.9  3.0

氢,wt%  12.06  13.3  12.5

质谱分析

烷烃  20.6  34.5  25.0

环烷烃  40.1  39.0  36.5

烷烃总量  60.7  73.5  61.5

烷基苯  8.3  2.3  9.8

苯并环烷  6.9  2.9  8.8

总单环芳烃  15.2  5.2  18.6

双环芳烃  10.6  8.1  7.3

三环芳烃  13.5  13.2  12.6

总的稠环芳烃  24.1  21.3  19.9

总计  100.0  100.0  100.0

一些研究工作者研究了在催化裂化条件下各类烃化合物的相对的反应速度，得出的信息对了解我们的观察和发明是有用的。

图7表示各类化合物的FCC转化率和苛刻度间的函数关系。这个工作是使用不含沸石的无定形催化剂做出的。使用这种类型的催化剂正构烷烃的反应速度低是十分明显的。在苛刻度为1.0时，与环烷烃和单环芳烃未转化的430°F+物料等于或少于30%比较，正构烷烃仍有约70%的未转化的430°F+物料。

图8用表格表示出从正构烷烃到稠合的环烷烃范围的五种不同的烃类的FCC反应速度常数。对于所用的无定形催化剂（SiO₂-Al₂O₃）反应速度常数证实了图7所示的顺序。另一方面，这些数据表明分子筛催化剂（REHX）比在无定形催化剂的情况下首先正构烷烃的反应速度常数高得多，其次，用这种类型的催化剂相对于正构烷烃来说稠合的环烷烃的相对反应速度下降。后面这种现象是因为同与正构烷烃有关的更线性的分子比较，稠合的分子进入沸石孔结构中的困难要大得多。

组合的流化催化裂化（FCC）一再生过程是众所周知的。在这个过程中，在有利于转化成象烯烃、然料油、汽油和汽油调合料这些有用的产物的条件下，烃原料与连续再生的自由流动的细分颗粒催化剂物料接触。一般现代的FCC装置都使用包括一个直立的圆筒形反应器的提升管反应器，在反应器中将再生的原料于底部引入，顺提升管上移，在顶部离开，催化剂在与烃接触约1-5秒之后与烃分离。

在近几年，特别是当对更容易裂化的轻质烃原料的需求超过供应时，转化原油的高沸点部分（包括重减压瓦斯油、常压重油、减压渣油、常压塔底油、拔头原油或简单的重质烃类等等）的FCC过程就非常重要。这些重质烃原料[其中许多富含沥青质（由康拉逊残炭高表明）]的裂化导致裂化时相当大量的焦炭沉积在催化剂上。一般沥青质产生的焦炭在反应初期就沉积在催化剂上，从而使裂化催化刻在整个反应系统中被大量的焦炭污染。

与加工渣油原料，特别是有高石蜡烃含量的渣油原料有关的主要问题是特别在初期在反应器提升管中单位质量催化剂上沉积焦炭的趋势更高。这个作用用△焦炭表示，△焦炭是用再生前后催化剂上焦炭的重量百分数的差值来测定的。

在沥青质含量可忽略不计的瓦斯油原料的情况下，由于在催化裂化反应时产生焦炭，△焦炭在当催化剂通过反应器时会从很小的数值增加到约0.5-0.9。然而，当加工有相当高的沥青质含量的较重原料时，由于在进料蒸发处不能蒸发重沥青质分子，从而会在此处立即就有相当大的△焦炭值。在反应器的环境中，任何未蒸发的物料将经受热降解，可以预计这样会产生一定量未蒸发的并沉积在催化剂上的重质烃。一般，例如，原料的康拉逊残炭值为5wt%，催化剂在该原料中以5-7份催化剂对1份烃的重量比循环，其最初的△焦炭量为0.4-0.8，最后△焦炭量为0.8-1.3或更高。

△焦炭值表示在反应器中催化剂结垢的程度。结垢的催化剂其沸石的活性中心有许多被堵塞，只有部分基体中心可用，从而降低了裂化活性和对所需产物的选择性。

加工渣油时观察到的△焦炭值更高的主要原因是在原料中存在产生重沥青质焦炭的分子。这些分子的浓度是用与原料有关的康拉逊残炭（CCR）值表示。因而。CCR含量高的原料势必产生高的初期△焦炭值。大多数进料的CCR是与馏分沸点高于1050°F有关，因而，根据这个馏分的宽窄，催化裂化该原料的过程参数与一般瓦斯油所用的参数不同可能有相当大的变动。

加工渣油所带来的问题需要新的构思来克服重原料所带来的许多问题，包括雾化和蒸发渣油的困难、减少那时的常规瓦斯油裂化系统中的高焦炭率的困难、对付由于高焦炭率带来的大量热量的取走问题的困难。人们也了解到合适的催化剂选择对于控制和尽可能减少催化剂的△焦炭（焦炭产率/催化剂/油的比率）是极端重要的，人们已认识到催化剂的△焦炭是一个主要的催化剂的效率参数。

目前，有几种本领域已知的适用于流化催化裂化这些重质烃原料的方法。在这些方法中，提供了一种组合的流化催化裂化-再生操作。

使用包括单段或两段有部分或完全CO燃烧的再生系统的独特催化剂再生系统以便当加工高CCR进料时能够取走所需的热量。也使用催化剂冷却器以补偿要再生的催化剂的高焦炭量。

然后将热的再生催化剂用于高温反应系统中，以实现转化重质烃原料中所含高沸点组分和低沸点组分的高选择性催化裂化。

催化剂上的炭量沿反应路程而增加，结果可用于裂化的活性中心数量则减少。使用高CCR进料时，焦炭使催化剂迅速结垢，在喷射进料处催化剂活性立即下降。虽然活性下降可能不会成为某些重质原料反应的严重问题，但当原料含有高CCR组分和石蜡烃组分时，不管其是作为一种进料的单独的组分还是作为多种进料的调合物都会使这个问题变得更严重。

因为活性中心堵塞妨碍了其它理想进料组分以有效、高选择性的方式裂化，因而活性中心堵塞是不利的。当原料含相当大部分直链烷烃时这就特别明显。这些烷烃对于转化成汽油和更轻的物料有很高的潜力，但是正象先前所说的样，这种转化是以相当低的裂化速度进行。在结垢催化剂存在条件下，在通常的反应时间下，这些分子不能充分发挥其潜力，结果导致低标准的产物收率。这个问题在瓦斯油裂化时影响不大，但对渣油裂化时由于大大增加△焦炭量这个问题就大大加剧。

为了说明这个现象，在下面提供几个装置操作的数据

装置A

这个装置加工各种各样含瓦斯油的渣油原料，这些原料的特征范围可从中间基到石蜡基。一般操作使用的原料康拉逊残炭量为2-5wt%。虽然，由于不能确定实际平均沸点因而难以导出渣油的平均K值，但是根据类似的已知原油用比重/康拉逊残炭关系可以推导出解决原料特性的方法。在图9中，我们画了三条线，一条线表征阿拉伯轻质油的常压重油/VGO。类似地，另两条线表征胜利油和大庆油的常压重油/VGO。这些线是通过连接减压瓦斯油和常压重油的数据点而得出。这就给出一个根据所用原料与典型的含中间基瓦斯油和含石蜡基瓦斯油的渣油的类似性来选择操作数据的基准。参看表1，轻质阿拉伯VGO的K值为11.9，胜利油K值为12.2，大庆油K值为12.4。

使用这个图做基准，从装置A的操作中选择类似基的数据。图9表示三组数据：

1）-组（用符号“+”表示）有类似于轻质阿拉伯油的API/CCR关系，可以推断出这种进料的VGO部分特征为中间基（K～11.9-12）。

2）-组（用符号“。”表示）的API/CCR关系表明：该VGO比K值为12.2-12.3的胜利原油中所发现的石蜡基稍微更多一些石蜡基。

3）石蜡基相当多的一组（用符号“□”表示）类似于米纳斯油或大庆油，VGO馏分可能有高达12.4的K值。

为了评价FCC操作的转化效率，有用的参数是澄清油即蒸馏塔塔底物流的API比重。这个物流基本上由沸点高于原料初馏点的未转化的物料组成。这个数值低的地方（+1或更低，低至负值），进料中所含的大部分能转化的物料已被转化了。图10表示上述三组数据的澄清油的API与△焦炭的函数关系数据。

在中间基进料（“+”点）的数据的情况下，显然△焦炭量对澄清油的API比重没有多大影响。不过在类似于胜利油（“。”点）的数据的情况下，△焦炭对澄清油的比重的影响是十分明显的，至于典型的石蜡基的进料（“□”点）则更明显。

装置B

装置B使用美国中洲原油操作，这个装置的FCC进料数据用符号“B”画在图9中。这些原料当更轻时其相对特性类似于装置A中等石蜡基的进料（“。”符号）。当装置B的数据画在图10中时，它们也表明△焦炭/澄清油比重关系基本上与装置A的数据相同。

装置C

装置C加工完完全全的石蜡基进料（参看图9中的点“C”），在八天期间，在导致△焦炭在1-1.7间变动的剂油比的整个范围内操作时，进料的预热因一般进料的质量未变而改变。图11画出相对于△焦炭的焦炭率和澄清油收率（在恒温下），说明△焦炭对总的裂化效率的影响。

装置D

装置D加工加氢处理过的中东渣油（如表Ⅱ中所示）。尽管在图9中这种进料画成好象它是石蜡基，但是前面已经指出：其组成是接近中间基进料。它的操作数据（在图10中的点“D”）证实了这种情况，这个数据表示在△焦炭高（1.3）的情况下澄清油的比重低（-2°API）。这进一步说明进料的烷烃含量是关键的变量。

由于烷烃的反应速度慢，为了在通常的反应条件下得到所需的产物收率，含有高康拉逊残炭组分和富氢的烷烃的进料需要设计得到低△焦炭的操作，以提供裂化烷烃所需的催化剂活性。这是重要的，因为烷烃转化不足导致高API比重值的澄清油收率高。相信烷烃组分转化不足是在△焦炭量大约超过0.8-1.0（当烷烃含量超过30-35%时需要有较低的△焦炭量）时发生。这个△焦炭是通过进料污染物和由于通常的原料裂化反应结果而产生的。

在这种情况下要充分裂化原料，必须使烷烃在干净的催化剂上裂化，即在低△焦炭量下裂化。已知的途径是使用催化剂冷却装置和增加催化剂对油的比，从而降低△焦炭。不过，这不总是有效的，因为△焦炭可能不会足够地降低，或者较高的剂油比可能过度裂化产物的某些部分。此外，较高的剂油比是无效的，因为更多的催化剂必须通过再生系统从而导致无用的焦炭收率更高而减少有价值产物的收率。

一些参考文献涉及加工具有有利不同条件的组分的原料以便最佳化。在US  3617496中介绍由相对较低沸点和较高沸点的原料中最佳化裂化选择性的方法。在这个方法中，通过将进料烃分馏成能够裂化成汽油的相对较低分子量和较高分子量馏分并将这些馏分送进分开的提升管反应器中而改善汽油生产的裂化选择性。采用这种方式，相对轻值烃进料馏分和相对重质烃进料馏分是在相互不存在下在分开的提升管中裂化，可使轻质烃的提升管的操作是在有利于汽油选择性的条件下，例如，限制重烃沉积、方便控制烃进料的停留时间、方便控制催化剂对烃进料的重量比，从而影响各个反应器温度的变化。

在US  5009769中看到另一个实例，这份专利介绍把石脑油（沸点约低于450°F）送到第一提升管，瓦斯油和渣油送到第二提升管。

例如，在下述文献中介绍了类似的利用两个或两个以上分开的提升管反应器来裂化不相同的烃类原料的其它方法。这些文献是：US 3993556（在分开的提升管中裂化重瓦斯油和轻瓦斯油以得到高收率的高辛烷值石脑油。）;US 3928172（在分开的裂化段裂化瓦斯油沸点范围的进料和重石脑油和/或直馏石脑油馏分以得到高挥发性汽油、高辛烷值调合料、烷基化反应用的轻烯烃等等）;US 3894935[在分开的转化区催化裂化重质烃（例如，瓦斯油、渣油物料等）和富C₃-C₄馏分];US 3801493（在分开的提升管中裂化直馏瓦斯油、拔头原油等和含油蜡以分别得到，特别是用于取暖用油的轻质循环瓦斯油馏分和适用于发动机燃料的高辛烷值石脑油馏分）;US 3751359（在分开的相应的进料和循环提升管中裂化直馏瓦斯油和中间循环的循环瓦斯油）;US 3448037（其中直馏瓦斯油和裂化循环瓦斯油[例如，中间循环瓦斯油）各自通过分开的加长的反应区裂化以得到更高的汽油产物];US 3424672（在分开的提升管中裂化拔头原油和低辛烷值重整轻汽油以增加汽沸点范围的产物）;US 2900325[在第一反应区中裂化重质瓦斯油（例如瓦斯油）、渣油等在以不同条件操作的第二反应区中裂化相同的原料或不同的原料（例如循环油）以生产高辛烷值汽油]。

美国专利3791962根据芳烃指数和不同初期环境下的各提升管的废催化剂的再生情况将原料分门别类送进分开的提升管中，处理较重组分的高焦炭生成物。在讨论各种焦炭生成物时，U.S.3791962也认为温度影响炭收率。

不过，现有技术中没有讨论在污染的催化剂上转化烷烃进料的困难这个问题，特别是没有讨论用这样一种方法流化催化裂化含相当多渣油馏分（即＞10%（V））和富石蜡烃馏分的原料以便克服当每种馏分用常规方法可以最佳地加工时而这种组合原料所带来的出乎意外的不利影响。

因而本发明的目的是提供一种利用催化剂再生，在分开的反应器中催化裂化含富石蜡馏分和高康拉逊残炭馏分的原料的改进方法。

本发明的另一个目的是提供一种方法，其中控制用于各个原料的反应条件以得到所需的产物分布和高收率的高辛烷汽油调合料和轻烯烃。

本发明的又一个目的是提供一个改进的催化裂化烃原料的方法，这个方法使催化剂活性和选择性与各个重烃物料/富石蜡馏分的加工参数关联以提高它们转化成汽油和轻烯烃的选择转化率。

本发明还有一个目的是提供一种方法，其中，加工重质烃和烯烃馏分保持总的热平衡而不需要冷却催化剂。

所以，本发明提供了一种同时裂化含有4-16wt%CCR的重质进料和富石蜡进料的组合的分开的-流化催化裂化-再生的改进方法，所述富石蜡进料包括VGO部分的K值为12.2或更高以及0-6wt%CCR的烃进料，该烃进料可含有或不含有渣油组分或其蒸汽，该方法是在有在催化剂再生系统中再生的裂化催化剂的双反应器体系中进行，其中在富石蜡进料的反应器中将剂油比调节维持△焦炭在1.0或＜1.0的水平。

人们知道，本发明可以在能够进行短反应时间的流化催化裂化的各种反应器中进行，包括但不限于下流式反应器和提升管反应器。虽然在下面的说明中提到这种或那种类型的反应器，但可以用于实施本发明的FCC反应器的类型不限于提到的那些。

该方法首先分离进料，得到主要含有VGO部分的K值为12.2或更高的富石蜡渣油或瓦斯油的第一进料物流和主要含有高CCR进料的第二进料物流。

此后，将来自催化再生系统的再生催化剂与第一富石蜡进料流一道加到第一反应器的混合区。反应区温度为约920°-1200°F、停留时间为0.1-3秒，维持△焦炭量为1.0或更小所需的剂油比约为4∶1-6∶1等条件下操作，产生第一气体产物和夹带的催化剂颗粒。

来自催化剂再生系统的至少部分再生的催化剂和重质渣油进料进到第二反应器的混合区。第二反应器在温度为约950°-1100°F、停留时间为0.5-4秒、剂油比为约8∶1-约12∶1的条件下操作，产生第二气体产物和夹带的催化剂颗粒。

分离两个反应器的气体产物和夹带的催化剂，将气体产物送到分馏塔至少分馏出汽油沸点范围的物料馏分、较轻的气态烃物料馏分、轻循环油沸点范围的物料馏分和较高沸点范围的物料馏分。

分离的充满焦炭的催化剂颗粒送到汽提段以回收夹带的烃，然后送到催化剂再生系统再生。再使催化剂返回到提升管反应器的混合区。

结果，650°F⁺沸点范围的物料的转化率提高，反应器之间的热平衡足以维持进行单独的高CCR反应和低CCR反应，并且再生时不需另加燃料或不需要催化剂冷却。

正如本领域熟练技术人员所知道的那样，本发明的主要优点是能够独立地操作两个反应器，并提供同时选择操作条件，例如温度、剂油比和停留时间的灵活性，特别适宜达到各种高CCR和富石蜡烃原料结合的最佳的所需转化。

特别是，正如下面充分讨论的那样，本发明的装置和加工构思的新颖布局在一般不相容的馏分的反应间产生最佳协同作用，以达到改善优选产物的收率。第一反应器在低焦炭率下操作，并在不受热平衡限制下操作，由于“难裂化”的烷烃浓度较低，所以第二反应器可以在较高的△焦炭下很好地操作。

一般，被称做富石蜡进料的原料包括一般有低到中等CCR值（约＜6wt%CCR）的含蜡常压重油和沸点低于约1050°F、VGO部分的K值为12.2或更高的含蜡减压瓦斯油。本文被称做环烷基进料、渣油进料或重质进料的原料包括这样一种重要的馏分，这种馏分沸点大于1050°F、所含的残炭量（CCR）为约4-16wt%、含金属和有限量的烷烃。这种进料可以来自单独的来源也可以如所介绍那样分离得到，即通过蒸馏由天然存在的或馏分的调合混合物分离得到。

在采用通过蒸馏分离的情况下，应注意到，虽然重质渣油和富石蜡馏分之间的优选分离是在象1050°F这样的较高温度下进行，但也可在较低温度（低至约950°F）下分离混合物的该馏分以便稀释注入第二反应器的重质进料。另一方面，象LCO、重石脑油或循环物流这样的稀释剂对于该方法特别有利，其使渣油进料的原料性能（例如粘度和表面张力）可与有效的进料喷射相适应。

在使产物气体与夹带的催化剂分离时，每个提升管可使用一个或几个分开的旋风分离器或其它分离装置，产物可在蒸气物流管道中结合，其中结合的物流送到分馏塔急冷和分离。另一方面，产物蒸气或者在蒸气物流管道中急冷，或者立即接着与催化剂分离。

在另一个实施方案中，将两个反应器在下流端相联以便在催化剂与产物气体分离以前形成反应器结合的管道。这种布局为富石蜡馏分的反应提升管和重质渣油馏分的反应提升管之间的协同作用创造了条件。

在这个另外的实施方案中，当停留时间为0.1-3秒、反应器出口温度为约920°-1200°F的较热的富石蜡物流在反应器结合的管道中与停留时为约0.5-4秒、反应器出口温度为约950°-1100°F的较冷的重质渣油物流接触时，渣油物流使在富石蜡物流中发生的反应急冷以避免由于继续热反应或催化反应而过度裂化。同时，来自富石蜡物流中的清洁的（较低的△焦炭）催化剂在该催化剂与气体产物分离去再生以前可以用来促进重质渣油馏分的另外的催化反应。

在另一个可供选择的实施方案中，重质原料在高温和短停留时间下通过有催化剂的反应器以使重质原料蒸发。重质进料蒸发以后，将该烃与催化剂分离以便将此蒸发的烃喷入有新鲜催化剂和低CCR进料的低CCR反应器的混合区中。来自低CCR进料的催化剂也可不先再生而用于高CCR反应器。

在每个实施方案中，已通过反应器的充满焦炭的催化剂送到外催化剂再生系统，在那里焦炭在氧化气体存在下燃烧。该催化剂再生系统可以是任何已知的类型，包括单段再生区或再生器，不过优选的催化剂再生系统包括分开的第一和第二催化剂再生区。

在优选的系统中，催化剂是依次地在该第一再生区和第二再生区，通过在含氧气体存在下燃烧催化剂上的含烃沉积物而连续再生，燃烧条件是，有效产生相对富含一氧化碳的第一再生区烟道气和有效产生相对富含二氧化碳的第二再生区烟道气，其中第一再生区的温度为约1100°F-1300°F，第二再生区的温度约为1300°F-1600°F。

在另一个实施方案中，分开的提升管反应器的催化剂是由分开的再生区取出。来自第一再生区的部分再生催化剂可用于重质进料反应器中，在那里载有部分焦炭的催化剂对重质进料没有不利的影响。来自第二再生区的充分再生的催化剂用于富石蜡进料提升管反应器中。为了减少催化剂再生的成本和要求，这个方案对某些进料是有吸引力的。

通过参考下面具体实施方案的详细讨论和说明这些实施方案的附图将会更好理解本发明的方法和设备。不过，必须知道，这些说明的实施方案不会限制本发明，因为在不脱离本发明的精神的情况下，在权利要求的范围之内可以做许多改进。

图1是本发明的方法和设备的正视流程图，该图显示出裂化含高康拉逊残炭和富石蜡组分的烃进料的组合分离/流化催化裂化/再生系统，其中催化剂再生是依次在两个分开的、相对较低温度段和较高温度段进行。

图2是另一个可供选择的方法和设备的流程图，其中用了渣油提升管的催化剂取自催化剂再生系统的第一段。

图3是包括本发明的变型的提升管的部分正视流程图，其中提升管在裂化流出物与催化剂分离前排料到一共用管线中。

图4是包括每个提升管的各自的分离器的提升管和分离系统的部分正视图，其中蒸汽出口在分离和急冷之后合并在一起。

图5是说明原料对使用低稀土、低基体活性催化剂根据烷烃含量所充许的最大△焦炭的影响的曲线图。

图6是各种原油的减压瓦斯油的化合物类型组成分布（wt%）图。

图7是说明各种化合物类型对转化成430°F物料的转化率的影响的曲线图。

图8是表示各种化合物类型在FCC中的速度常数的图。

图9是基于API比重/康拉逊残炭关系的原料特性图。

图10是对图9数据所画的澄清油API比重作为△焦炭的函数的图。

图11是作为△焦炭的函数的焦炭和澄清油收率（wt%）图。

图12是本发明的反应器总装部分的另一个实施方案的部分正视图。

本发明的催化裂化方法是关于在分开的反应器中对两种分开的烃类进料进行分开的并同时流化催化裂化的方法。这些进料分开的根据是每种进料中VGO部分的K值以及CCR量，以便得到第一种进料，第一种进料的特征在于具有高的烷烃浓度、VGO部分具有的K值为12.2或更高以及较低的CCR量;和得到第二种进料，第二种进料的特征在于具有高的CCR量，以便开始就产生较高量的污染物焦炭。将进料分开的方法可通过如下方式实现，即不将重质环烷基常压重油（如中东油、印度尼西亚Duri油等）与含蜡常压重油（如印度尼西亚Minas油、马来西亚Topis油或中国大庆油）搀和在一起使用。另外，在下述情况下，即在混合的或单一的进料的特征在于具有石蜡特性，进料沸点高达1100°F，并具有高的CCR量的情况下，可通过下列方法将进料分开，即将进料减压蒸馏成减压瓦斯油和减压渣油馏分，然后将这两种油分别加工。

可将各个反应器流出物中的催化剂和烃类在每个反应器的出口处进行分离，或者，优选在分离之前将这些反应器的流出物混合在一起。在后一种情况下，流出物混合的目的包括（1）尽可能地减少热降解，以提供一种降低这些反应器中的一个反应器温度的方法，这个反应器是在升高的温度和/或较高的剂油比下操作，以便通过使用短的停留时间（0.1-0.5秒）来改善反应选择性;（2）提供含有来自低CCR/石蜡反应器的活性催化剂的附加反应环境，以实现提高来自高CCR反应器的产物的转化率。

另一种变化方法包括使用以短停留时间方式的高CCR反应器，以使在低转化率下基本上流化进料;分离烃料和催化剂，然后将烃料送入第二反应器，与低CCR进料一起加工。

虽然本发明中反应器通常举例为提升管，但是用于这些操作过程中的反应器或者可以是常规的FCC提升管，其中油和催化剂在伸长的圆筒形反应器的底部引入，并且当在稀相中混合的催化剂和烃垂直向上输送时发生反应，或者也可以是美国专利4814067中所述的一般类型的下流式反应器。

本发明的方法是这样进行的，在分开的反应器中，使用来自外部的催化剂再生系统的再生催化剂，裂化主要是环烷基/芳烃重质进料馏分，该馏分通常称为高CCR常压重油或减压渣油，这些油具有的沸程为约1050°F至更高，API为约8至约25，CCR为约4wt%至约16wt%，同时裂化富石蜡进料，该进料通常认为具有的沸程小于1050°F，API比重为约23至约35，VGO部分的K值为12.2或更高，CCR为0wt%至约6wt%。第二反应器与第一反应器的相对进料比通常为约0.5-1.5∶1。

但是，我们知道这些馏分所具有的沸点在上述范围内是变化的。因此，当在减压塔中加工自然形成的或掺合的混合物时，馏分的切割点可随装置和进料而变化。例如，当混合物是重质馏分时，可使用较低的馏分切割点，即在约950°F或更高，并产生较少的馏出物和较多的渣油。另外，如果渣油中残留较多的瓦斯油，则对裂化过程需要加入较少的稀释剂或者甚至不需加入稀释剂。此外，根据进料，富石蜡馏分可以是全常压塔底油。

包括高CCR进料和富石蜡进料的进料如果是单独的，不需蒸馏则将其分开。若使用混合物，将含有馏分组分包括环烷基物料或常压重油和富石蜡减压瓦斯油的进料送入减压塔，并根据组分的沸程进行分离。如上所述，减压塔优选在约1050°F处切割，然而，可以在950°F这样的低温度处切割，以向高CCR馏分，或者甚至全常压塔底油提供稀释剂，这要取决于装置和具体的进料。我们还知道分离的渣油组分物流可含有一定量的富石蜡组分。

裂化这种进料得到的产物包括（但不限于这些）轻质烃料、汽油和从C₅沸点至430°F的汽油沸程产物、沸程在430°F至680°F的轻质循环油和沸点高于LCO的重质循环油产物。

参见附图1，实现本发明方法的一个优选实施方案的系统通常包括提升管反应器装置3、催化剂再生器系统5和分馏系统7。此外，当需要将组分分开，即将单一进料分离成富石蜡馏分和重质渣油馏分时，则该系统将包括减压塔140。

反应器装置3的基本部分包括用于裂化富石蜡进料的伸长的提升管反应器8、用于裂化重质渣油进料的伸长的提升管反应器108和含有上部稀释相部分21和汽提部分23的容器20。

再生器系统5的基本部分包括第一段再生器40、第二段再生器58和催化剂收集器82和83。

分馏系统7大体上是装有辅助设备的常规蒸馏塔98。

本发明的方法这样进行，通过管道10将热的再生催化剂送入第一提升管反应器8的混合区，使催化剂向上流动，从而使催化剂在第一提升管反应器8中与大量的烃进料物流混合。在足以与石蜡烃进料形成高温汽化的混合物或悬浮体的温度和量下加入催化剂。然后将要催化裂化的富石蜡烃进料通过管道4并通过在提升管截面上的许多物流引入第一提升管反应器8的混合区，该进料是通过许多水平间隔开的进料喷嘴（用喷嘴6表示）加入到反应器中。

用于加入进料的喷嘴6和16优选是例如美国专利4434049（在本文中引用作为参考）所述类型的雾化进料喷嘴，或者是某些其他适合的高能喷射源、水蒸汽、燃料气、反应循环油、二氧化碳、水或某些其它适合的气体可以作为松动气、流化或稀释介质通过管道2引入到进料喷嘴中，以有利于烃进料的雾化或汽化。

提升管8中的裂化条件是这样设定的以便由富石蜡进料产生的裂化产物含有轻质烯烃、裂化汽油和LCO或柴油，并且对用来向反应加燃料的不足量的焦炭没有预期的限定，这是由于有第二提升管108中的高康拉逊残炭值组分的平行加工过程，因此，裂化条件不受热平衡的限制。

含有较低沸点组分的富石蜡进料当裂化时往往含有少量的碳，其中烷烃裂化反应对所需产物具有较高的选择性，而对C₂和更轻的气体和焦炭具有较低的选择性。因此，较低沸点烷烃进料组分在最佳的条件下裂化，该条件要求最大收率地得到高辛烷值汽油和/或轻质循环油，并具有高的选择性以及减少催化剂结垢。

另外，对于烯烃生产，轻质进料在高温下裂化，所用的条件适合于进料，并且该条件不会受到重质组分所产生的不利影响。另一种可采用的方法是，轻质进料在下述条件下裂化，在该条件下通过短停留时间的裂化（即0.1-0.5秒）必须达到预期的选择性。这些条件通常包括温度高于通常温度（即高于1050°F）和由高剂油比或特殊制备的催化剂带来的高催化剂活性。

尽管如此，对于富石蜡馏分来说，优选的裂化条件包括停留时间在0.1-3秒范围，优选为0.5至2秒、由再生催化剂提供的提升管温度为1300°F-1600°F、进料预热温度为300°F-700°F、提升管出口温度（ROT）为920°F-1100°F、提升管压力在15-40Psig范围。另外，使用停留时间小于1秒和ROT大于1050°F的条件已经得到了好的结果，特别是将上述条件用于图3的系统中。

本发明的方法还可以包括中间喷嘴（未画出），该喷嘴在混合区之后或反应器的反应区之间将温度调节介质喷入反应器，以便更精细地调节这些反应器中的一个或这两个反应器中的反应区温度。这种方法更完全地叙述于美国专利5089349中，并且优选使用从图中所示的管道124排出的LCO循环油作为温度调节介质。

按总进料计，剂油比可为3-12，再生催化剂上的焦炭量为0.3-1.2wt%，并得到总的焦炭量为约3.0-6.0wt%。剂油比优选这样确定以保持△焦炭为1.0或更少。如果使用稀释剂，则通过管道2加入的稀释剂的量可随富石蜡进料与用于调节的稀释剂的比率而变化。例如，如果用蒸汽作为稀释剂，则其存在量为约2-约8wt%（按富石蜡进料加入量计）。

第一反应器的流出物含有催化转化的裂化产物和悬浮催化剂颗粒的混合物，该流出物通过提升管8的上部，在由26a表示的悬浮体分离器（例如惯性分离器）中经过初级分离，该初级分离优选包括急冷，和/或该流出物通过一个或多个位于容器20上部的旋风分离器28以将挥发性烃类和催化剂颗粒进一步分离。以08/041，680再申请的流水号为07/756，479的专利申请（在本文引入作为参考）中所述的分离器特别适用于本发明的系统。分离出的汽态烃、稀释剂、汽提的气态物质等通过管道90排出，并送到产物回收装置，下文将更详细描述。

如上所述，富石蜡进料馏分在第一提升管8中进行裂化反应，与此同时，将来自第二再生区58的热的新鲜再生催化剂通过管道12送入第二提升管反应器108的混合区，并使催化剂向上流动。然后，将要催化裂化的高CCR馏分通过管道14引入伸长的第二提升管反应器108的混合区。该渣油通过在提升管截面上的许多物流通过许多水平间隔开的进料喷嘴（用16表示）加入到提升管中。喷嘴16优选是雾化进料喷嘴或上述类型的类似的高能喷嘴。

在与随后加入到混合区的高CCR烃进料足以形成高温汽化混合物或悬浮体的温度和量下将催化剂加入到第二提升管108的混合区中。象在第一提升管反应器8中那样，蒸汽、燃料气、反应循环油或某些其他适合的气体可通过管道2加入到进料喷嘴16中以有利于烃类进料的雾化和/或汽化，或者作为松动气、流化或稀释介质。第二提升管108的混合区中的温度在约950°F至约1150°F范围内。

如此形成的高温悬浮体包括环烷烃、稀释剂、流化气体等以及悬浮（流化）催化剂，然后该悬浮体通过提升管108，提升管108的操作与第一提升管8无关，提升管108以这样的方式操作，即选择催化裂化高CCR进料生成所需产物，该产物包括高辛烷值汽油和汽油前体以及轻质烯烃。

如图1所示，来自再生器的第二段58的热的新鲜再生催化剂在通常高于1300°F的温度下加入到第二提升管108的混合区。将重质渣油进料预热至约300°F至约700°F，并喷入到第二伸长的提升管反应器108的混合区中。第二提升管108的混合区的温度保持在约950°F至约1150°F，提升管108中的物料停留时间为0.5-4秒，优选1-2秒，提升管出口温度在950-1100°F之间。

为了由高CCR进料选择生产所需的裂化产物，第二提升管反应器108中的优选裂化条件要考虑到下列因素，催化剂上沉积的重质碳，例如含烃物质或生成的焦炭（其可由重质进料渣油和类似的进料大量地产生）在裂化石蜡基进料时对汽油选择性的不利影响比在裂化环烷基进料时对汽油选择性的不利影响要大，尽管重质碳对上述两种情况都有不利影响。因此，在汽油选择性方面纯粹的优点通过下面方法得到，在没有重质进料和抑制低速反应的富石蜡进料转化的大量焦炭沉积的情况下，使低CCR富石蜡进料在与第二提升管反应器108无关的第一提升管反应器8中进行裂化。

此外，通过使用分开的提升管反应器8和108，使进料转化最佳化，从而在具有单元催化剂再生系统的操作中改善了所需的产率，虽然减少了由富石蜡进料组分生成的焦炭，但热平衡仍可保持。因此，我们知道在此所述的催化剂上碳的这种作用和稀释剂的作用是无关的，并且在本发明的方法中可以以有利的方式操作，从而在整个系统中协同操作和提高汽油选择性。

提高石蜡进料的催化转化得到了对渣油馏分加工所得不到的高产率汽油产物。此外，渣油组分的转化可能产生更多的废催化剂，但仍能得到更好的汽油生产。

图2显示了本发明的另一种形式，其中用于渣油裂化的第二提升管108中的催化剂来自第一再生器40而不是来自催化剂已完全再生的第二再生器58，在第一再生器40中，催化剂处于部分再生状态，即约40-80%，更优选约60%的焦炭被除去。在图1的实施方案中，用于富石蜡VGO裂化的第一提升管8中的催化剂来自其己完全再生的第二再生器58。

在第二提升管108中使用部分再生的催化剂是可能的，因为加入到第二提升管108中的渣油可被部分结焦的催化剂裂化。部分再生催化剂，即在反应过程中该催化剂上形成的焦炭的约20%-约80%，优选为约60%的焦炭在第一再生器40中被除去，该部分再生催化剂来自第一再生器40的催化剂床38的底部，即在气体分配环44以下在接近进入提升管52的入口的地方，提升管52将部分再生催化剂从第一再生器40输送到第二再生器58。

如图2所示，来自第一再生器40的催化剂床38的底部的部分再生催化剂由管线150取出，并通过流量控制阀152控制，通过管线12通入第二提升管108的催化剂喷射区。

因此，本领域普通技术人员都知道，本发明的方法除了提供选择控制特殊进料组分的最佳裂化条件外，还提供了由进料得到更高总收率的方法，所述进料不包括必需相容的组分。这个结果可通过下述方法得到，即使用再生来自两个提升管的催化剂的催化剂再生系统以保持有利于反应的总热平衡，但是，单独加工富石蜡进料，该进料不能向其自身反应提供燃料;或者加工混合的未分开的进料，该过程需要将催化剂冷却，这两种加工方法都不能得到有利于反应的总热平衡。

根据上述情况，高CCR进料优选在下列条件下在第二提升管108中催化裂化，所述条件包括：停留时间为约1-约4秒，进料预热温度为约450°F-约700°F，提升管反应器混合区出口温度为约950°F-约1150°F，催化剂入口温度为约1000°F-约1300°F，提升管反应器出口温度为约950°F-1100°F，提升管压力为15至40磅/吋²（表压）。第二提升管反应器中剂油比（基于总进料）可在8-12范围，再生催化剂上形成的焦炭为约0.8-约1.5wt%，形成的总焦炭为约12-约20wt%。

再参考图5，可确定进料对允许的△焦炭的影响，在低残炭值下曲线上急剧下降的尾部是由于催化剂的最小进料区结焦所引起的。对于产生低焦炭量的新鲜进料，由于△焦炭增加，剂油比迅速下降，在提升管的某一点将不再发生催化作用。由于需要高的催化剂活性，含有高含量烷烃的进料因此被限制于较低的△焦炭上，在这种情况下，在相对来说没有进料污染物存在下，用剂油比来确定催化剂活性。对高石蜡基进料来说，由于残炭增加，进料区中催化剂的立即结焦也增加，并且最大△焦炭迅速降低。对较低石蜡基进料来说，曲线也更平滑。

随着残炭增加，曲线变得平滑，这是由于需要更高的剂油比，这样势必稀释了进料区中更高的残炭所产生的污染物（高残炭表示高焦炭产量，因此，要降低△焦炭，则剂油比明显增加）。使用催化剂冷却器可使操作在较高的焦炭产量下进行，但是必须循环的催化剂量也会急剧增加，这样就降低了效率。因此，优选设定的剂油比应保持△焦炭为约1.0或更小。

第二提升管反应器108的流出物包括汽化烃-催化剂悬浮体，该悬浮体包括环烷基渣油转化得到的催化裂化产物，该流出物通过第二提升管108的上端，在如上述的悬浮体分离器26b中经过初级分离，优选经过急冷，和/或如上所述，该流出物通过位于容器20上部的一个或多个旋风分离器28以进一步分离挥发性烃和催化剂题粒。分离出的汽态烃、稀释剂、汽提气态物质等在与来自提升管反应器8裂化操作的这些物质混合之前或之后通过管道90排出以进行进一步急冷，并通入到下述产物回收装置。

在另一个实施方案中，如图12所示，同时加工高和低CCR进料，来自焦油分离200的未汽化的高CCR进料沿管线14a加入到反应器108a中，并在混合区与来自管道12a的催化剂混合。重质进料在温度为约950°-约1050°F、停留时间为0.2-0.5秒条件下进行加工，并在高剂油比环境中汽化烃。然后在分离器28a中将汽化的烃与催化剂分离，通过管道34a将催化剂送入催化剂再生系统5，汽化的烃沿管道91通入到低CCR反应器8a的混合区，并与低CCR进料和新鲜催化剂一起加工。低CCR反应器在如上所述的温度、停留时间和剂油比条件下操作。低CCR反应器8a得到的产物气体在分离区27中与催化剂分离，然后将产物气体经管道90a送到区7中的下游处理过程。来自焦油分离器200的汽化的高CCR进料通过管线14b，并与流出高CCR反应器108a的汽化的高CCR进料混合。另外，来自低CCR反应器8a的催化剂不需再生就再可用作高CCR反应器108a中的催化剂。

在优选实施方案中，一旦得到了产物气体，来自提升管反应器8和108的裂化过程的废催化剂则被分离器26a和26b以及旋风分离器28分离出。废催化剂带有裂化的含烃产物或焦炭以及沉积在上面的金属污染物，这些废催化剂以催化剂床层30的形式收集在容器20的下部。汽提气如水蒸汽通过管道32通入到床层的下部或底部。汽提过的催化剂从容器20流到催化剂接受器34，然后通过流量控制阀V₃₄和管道36流到催化剂床层38，并在第一再生器40中进行再生。含氧再生气如空气通过与空气分配环44连通的管道42通入到床层38的底部。再生区40按照本领域已知的方法操作，并保持在相对低的再生操作温度条件下，温度通常低于1300°F，优选低于1260°F。选择第一再生区40中的条件以达到至少部分燃烧和除去沉积的炭和基本上所有的与因催化裂化而沉积的含烃物质有关的氢。

第一再生区40中进行的燃烧是这样的条件下完成的，即形成富含一氧化碳的第一再生区烟道气流。用一个或多个旋风分离装置（如46所表示的分离器）将所述的烟道气流与夹带的催化剂细粉分离开。这样用旋风分离器从富含一氧化碳的烟道气中分离出的催化剂通过适合的料腿再返回到催化剂床层38中。从第一再生区40中的旋风分离器46回收的富一氧化碳烟道气通过管道50，例如，可直接送到一氧化碳锅炉或焚化炉和/或烟道气冷却器（均未画出），以便通过更完全地燃烧其中存在的一氧化碳来产生蒸汽，然后与其他过程烟道气流混合并将其通到动力回收原动机组。

因此，在第一再生区中再生条件是这样选择的，即通过除去催化剂上的含烃沉积物，即除去40-80%，更优选约60%沉积在催化剂上的焦炭而只是部分再生催化剂。足够的残碳应留在催化剂上，以便在第二催化剂再生区58中达到更高的催化剂颗粒温度，即高于1300°F，因为要求在第二催化剂再生区中通过催化剂与过量的含氧再生气体燃烧来达到实质上完全除去催化剂颗粒上的炭。

如图1所示，来自第一再生区40中的部分再生的催化剂，这时该催化剂上基本上无氢并具有限制量的残炭沉积物，将该催化剂从床层38的下部取出并通过提升管52向上输送而排放到在上面的分开的第二催化剂再生区58中的催化剂密相流化床54的下部。提升气如压缩空气通过包括流量控制装置（未画出）的空心杆式旋塞阀60通入到提升管52的底部入口。

如上所述，第二催化剂再生区58中的条件是这样设定的以便基本上完全除去在第一再生区40中未除去的催化剂上的炭。另外，再生气如空气或富氧气体通过与气体分配器如空气分配环64相通的管道62通入到床层54中。

如图1所示，包含在第二再生区中的容器58是基本上没有暴露的金属内部部件和旋风分离器，因此可以进行所要求的高温再生过程而不会产生与建造材料有关的温度问题。第二催化剂再生区58通常是有耐热衬里的容器或由本领域已知的其它适合的耐热材料制成，其中催化剂高温再生是在没有氢气或形成的水蒸汽存在下但存在足够氧气的条件下进行，以便基本上完全燃烧密相催化剂床层中的一氧化碳以形成富二氧化碳烟道气。因此，温度条件和氧气浓度可以不受限制，并且允许超过1600°F，或者按要求基本上完全燃烧碳。但是，对目前的催化剂来说，温度一般保持在1300°F和1400°F之间。

在这种催化剂再生环境中，经过第一个温度受限制的再生区40再生的催化剂上残留的残炭沉积物在第二个温度不受限制的再生区58中基本上被完全除去。因此，对第二再生区的容器58中的温度没有特别限制上限，除非可能受到其中要除去的炭量的限制以及催化裂化一再生操作的热平衡限制。催化操作的热平衡在本发明中特别重要，其中在第一提升管中的反应不必产生足够向该反应加燃料的焦炭。

如上所述，足以维持催化剂上残炭燃烧，并且产生相对富含二氧化碳的烟道气的足量氧气加入到容器58中。这样产生的富CO₂烟道气与从密相流化催化剂床层54夹带的一些催化剂颗粒一起进入上面更分散的催化剂相中，由此烟道气通过一个或多个由70和72表示的管道排出，管道72与一个或多个用74表示的旋风分离器相通。在旋风分离器中从热烟道气分离出的催化剂颗粒通过料腿76流到第二再生区58中的催化剂床层54中。来自旋风分离器74的不含催化剂细粉的富二氧化碳烟道气和维持燃烧量的CO通过一个或多个管道78回收，并且，例如如上所述用来与第一再生区的烟道气混合。

如图1所示，在第二再生区58中在高温下再生的催化剂颗粒由有耐热衬里的管道80和81引出，并分别进入收集器82和83中，然后通过管道84和85以及流量控制阀V₈₄和V₈₅流到分别与提升管反应器8和108相通的管道10和12中。可将松动气通过管道86加入到容器82和83的下部，管道86与气体分配器如在容器82和83中的空气分配环相通。从容器82和83的上部排出的气体通过管道88流入容器58的上部分散的催化剂相中。

分离出的气体混合物含有分离出的汽态烃和由提升管反应器8和108中裂化操作所裂化得到的烃产物，该气体混合物经管道90排出，并经输送管道94直接输送到主分馏塔98的下部，在分馏塔98中产物蒸气可分馏成许多所需组分的馏分。

从塔98的顶部流出的气体馏分可经管道100排出，并进入“湿气”压缩机102，然后通过管道104进入气体分离装置106。轻质液体馏分含有FCC轻质油和较轻的C₃-C₆烯烃，该液体馏分通过管道107也从塔98的顶部排出，并流入气体分离装置106。沸点在C₅-430°F范围内的液体冷凝物经管道110从气体分离装置106排出，该冷凝液的一部分作为回流油返回到主分馏塔98以保持所需的轻质油产物馏分的干点在约400°F-430°F范围内。

另外，从蒸馏塔98的顶部排出的重质FCC汽油馏分可作为贫油经管道114流入到气体发生装置106。

含有粗汽油沸程的烃的轻质循环瓦斯油（LCO）/蒸馏馏分经管道124从塔98排出，该LCO/蒸馏馏分具有的初沸点在约300°F-约430°F范围、干点为约600°F-670°F。

在本发明的方法和设备中也希望将部分这样产生的LCO/馏分通过管道124送到管道14以便作为稀释剂与重质环烷烃/芳烃进料物流混合。另外，管道124中的LCO也可用位于一个或两个反应器下游的混合区处的中间喷嘴（未画出）加入混合区以便更精确地控制混合区出口温度，和/或将该LCO在这些反应器的反应区之间加入以控制反应区温度。

具有初沸点为约600°F-约670°F的非馏出物重质循环瓦斯油（HCO）馏分在塔的中间点但低于所述LCO/蒸馏馏分排出点的地方经管道126从塔98排出。

含有非馏出物HCO沸点物质的油浆在约600°F-700°F温度下经管道132从塔98的底部排出。可将该油浆的一部分从管道132通到废热蒸汽发生器134中，在此这部分油浆被冷却至约450°F。从废热蒸汽发生器134流出的冷却油浆作为另一种回流油经管道138流到塔98的下部。这样产生的油浆的第二部分作为产物油浆经管道136流出。

由提升管反应器8和108得到的产物的典型评价示于表Ⅲ中，其中包括本发明的各个反应器的产物分布以及总的产物分布。表Ⅲ还说明了单一提升管对未分开的进料所得到的对比结果。

表Ⅳ是本发明方法的典型评价的第二个实例，其中同样包括由分开的提升管得到的产物分布以及总收率，还包括没有催化剂冷却的单一提升管、带有催化剂冷却的单一提升管以及带有提高的催化剂冷却的单一提升管的对比实例。比较催化剂冷却步骤是特别有关系的，因为其中催化剂冷却步骤是本发明之前用来处理高焦炭进料的已知方法。

表Ⅴ是本发明所介绍的双反应器体系与应用相同进料的单一反应器对比的另一个对比实施例。反应器设定在最大汽油收率条件下并带有催化剂冷却步骤。

本发明的设备和方法可用于使用第一和第二（尤其是低温和高温）催化剂再生区的任何结合的流化催化裂化一再生过程中，这对本领域熟练的技术人员来说是显而易见的。例如，除了附图的实施方案中所述的“叠加式”再生区外，本发明也可使用“并排式”催化剂再生区布置。本文所引用的所有专利和出版物都作为参考文献而引入。

Claims (24)

1、一种同时催化裂化富石蜡烃进料和具有4-16wt%CCR的重质进料以产生裂化产物气体的方法，所述的富石蜡烃进料包括具有K值为12.2或更高的VGO部分和0-6wt%CCR的烃进料，该方法包括步骤：将再生催化剂送入第一反应器；

在以保持Δ焦炭为1.0或更小的剂油比下将富石蜡烃进料送入第一反应器；

将第一反应器排出的裂化产物气体与废催化剂分离；

将至少部分再生催化剂送入第二反应器；

将重质进料送入第二反应器；

将第二反应器排出的裂化产物气体与废催化剂分离；

将来自第一和第二反应器的裂化产物气体通入一个共同的管线并送入下游加工装置中；

将来自第一和第二反应器的废催化剂送入催化剂再生系统。

2、根据权利要求1的方法，其中富石蜡烃进料的沸点低于约1050°F。

3、根据权利要求2的方法，其中富石蜡烃进料的沸点低于约950°F。

4、根据权利要求1的方法，其中富石蜡烃进料在停留时间在0.1-3秒之间、反应器出口温度为约920°F-约1200°F的条件下裂化。

5、根据权利要求4的方法，其中重质进料在停留时间在0.5-4秒之间、反应器出口温度为约950°F-约1100°F的条件下裂化。

6、根据权利要求5的方法，其中催化剂和进料以剂油比为3-8加入到第一反应器中，以剂油比为5-12加入到第二反应器中。

7、根据权利要求6的方法，其中加入到第一反应器的进料以进料量为1加入，加入到第二反应器的相对进料量为0.5-1.5。

8、根据权利要求1的方法，其中催化剂再生系统包括一个具有第一段和第二段的系统，其中催化剂在第一段中部分再生，将来自第一段的部分再生催化剂送入第二段，在第二段中催化剂被完全再生。

9、根据权利要求8的方法，还包括步骤：将来自再生系统的第一段的部分再生催化剂送入第二反应器，在第二反应器中重质油被裂化。

10、根据权利要求9的方法，其中部分再生催化剂是在催化剂再生系统的第一段中约40%-约80%被再生。

11、根据权利要求8的方法，其中送入第二反应器的催化剂被完全再生，并且该催化剂取自再生系统的第二段。

12、根据权利要求1的方法，其中富石蜡进料和重质进料产自单一进料源，并且包括在减压塔中将所述的单一进料源分离成其石蜡基组分和重质组分的另外步骤。

13、根据权利要求12的方法，其中富石蜡进料是全常压塔底油。

14、根据权利要求12的方法，其中富石蜡进料是沸点低于约950°F-1050°F的减压塔馏分，重质进料是沸点高于约950°F-1050°F的减压塔馏分。

15、根据权利要求12的方法，其中富石蜡进料是沸点低于1050°F的减压塔馏分，重质进料是沸点高于1050°F的减压塔馏分。

16、根据权利要求12的方法，其中富石蜡进料是沸点低于950°F的减压塔馏分，重质进料是沸点高于950°F的减压塔馏分。

17、根据权利要求8的方法，其中催化剂再生系统在下述工艺条件下操作：第一段再生温度低于1300°F以形成富一氧化碳的第一再生烟道气，第二再生区温度为约1300°F-约1600°F以形成富CO₂第二再生烟道气。

18、根据权利要求1的方法，其中第一反应器处于下列条件：停留时间为约0.1-约3秒，反应器出口温度为约920°F-1200°F，剂油比为约3-约8，第二反应器处于下列条件：停留时间为约0.5-约4秒，反应器出口温度为约950°F-约1100°F，剂油比为约5-约12。

19、根据权利要求18的方法，其中第一反应器中的停留时间约0.5-约2秒，第二反应器中的停留时间为约1-约2秒。

20、根据权利要求1的方法，还包括步骤：在催化剂与裂化产物气体分离之前，将来自第一和第二反应器的裂化气体和催化剂送入一个共用的管道。

21、一种同时裂化富石蜡烃进料和重质进料的设备，包括：

用于裂化富石蜡烃进料并且裂化终止于出口的第一反应器;

用于将富石蜡进料送入第一反应器的设备;

用于裂化重质进料并且裂化终止于出口的第二反应器;

用上将重质进料送入第二反应器的设备;

催化剂再生器;

用于将来自催化剂再生器的至少部分再生催化剂送入第一和第二反应器的设备;

与第一和第二反应器的出口相通的共用管道;

用于分离裂化产物气体和废化剂的设备。

22、一种同时裂化富石蜡烃进料和重质进料的设备，包括：

用于裂化富石蜡烃进料的第一反应器;

用于将富石蜡烃进料送入第一反应器的设备;

用于裂化重质进料的第二反应器;

用于将重质进料送入第二反应器的设备;

两段催化剂再生系统;

用于将来自两段再生器的第一段的至少部分再生催化剂送入第二反应器的设备;

用于将来自两段再生器系统的第二段的完全再生催化剂送入第一反应器的设备。

23、一种同时催化裂化具有K值为12.2或更高的VGO部分和0-6wt%CCR的富石蜡烃进料和4-16wt%CCR重质进料生产裂化产物气体的方法，该方法包括步骤：

将再生催化剂送入第一反应器的混合区;

将富石蜡烃进料送入第一反应器的混合区;

将汽化重质进料送入第一反应器;

分离第一反应器排出的裂化产物气体和加工催化剂;

将来自第一反应器的加工催化剂送入第二反应器的混合区;

将液体重质烃加入到第二反应器的混合区;

分离第二反应器排出的汽化重质进料和废催化剂;

将废催化剂送入再生区;

将汽化的重质进料送入第一反应器。

24、根据权利要求23的方法，其中第一反应器处于下列条件：停留时间为约0.1-约3秒，反应器出口温度为约920°F-约1200°F，剂油比为约8-约3，其中第二反应器处于下列条件：停留时间为约0.2-约0.5秒，反应器出口温度为约950°F-约1050°F，剂油比为约4-约10。

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