CN1223653C - 用于提高汽油中心馏分质量的流化催化裂化方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种用废催化剂在缓和条件下转化包含汽油产物物流的二次原料而惊人地提高所得汽油产物的辛烷值的FCC方法。更令人吃惊地，提高汽油物流的辛烷值而产生的干气很少。发现限制重质汽油组分的出现可显著地提高使用本方法产生的辛烷值。
Description
发明领域
本发明一般涉及用于流化催化裂化(FCC)重质烃物流例如真空瓦斯油和残油的方法。本发明更确切地涉及一种用于在FCC反应区中分分别使传统FCC料流和汽油原料发生反应的方法。
发明背景
烃类的流化催化裂化是由重质烃原料例如真空瓦斯油或残余原料生产汽油和轻质烃产品的主要方法。裂化大的烃分子以及重质烃原料，使大的烃分子链断裂，从而生成较轻的烃类。将这些较轻的烃类作为产品回收并可以直接使用，或者将其进一步加工以提升其相对重质烃原料的辛烷桶产率。
自二十世纪四十年代初期以来就存在用于流化催化裂化烃类的基本装置或设备。FCC方法的基本组件包括反应器、再生器和催化剂汽提塔。反应器包括烃原料与催化剂颗粒接触的接触区和将裂化反应产生的产物蒸气与催化剂分离的分离区。在催化剂汽提塔中进一步分离产物，该塔接收来自分离区的催化剂并通过与蒸汽或者其他汽提介质逆流接触的方法从催化剂中除去夹带的烃类。
不论起始原料是真空瓦斯油、残油或者其他沸点相对较高的烃类原料，FCC工艺都是通过起始原料与细微固体材料或固体颗粒组成的催化剂接触而实现的。将气体或者蒸气以足够的速度通过催化剂以产生所需要的流体传输的模式，从而使催化剂象流体一样传送。油料与流态化物质接触促使裂化反应进行。裂化反应使焦炭沉积在催化剂上。焦炭由氢和碳组成，并且可以包括其它微量物质，例如随起始原料进入工艺过程的硫和金属。焦炭通过阻塞催化剂表面上发生裂化反应的活性中心而损害催化剂的催化活性。通常将催化剂从汽提塔供至再生器，目的是用含氧气体进行氧化反应而除去焦炭。比汽提塔中催化剂的焦炭含量减少的催化剂物料在下文中被称作再生催化剂。该催化剂被收集起来送回反应区。氧化催化剂表面的焦炭会释放大量热量，其中一部分随焦炭氧化的气态产物(通常被称作烟道气)离开再生器。其余的热量随再生催化剂离开再生器。流态化催化剂连续不断地从反应区循环至再生区，然后再循环至反应区。流态化催化剂既提供催化作用，又担当区域间传输热量的工具。排出反应区的催化剂被称作是废催化剂，即由于焦炭沉积在催化剂上而部分失活。各种接触区、再生区和汽提区以及用于在各区间传输催化剂的装置的具体细节是本领域技术人员熟知的。
FCC单元将瓦斯油或者较重的原料裂化成宽范围的产物。来自FCC反应器的裂化蒸气进入分离区，该区通常以主塔的形式存在，提供气体物流、汽油馏分、循环油和重质残余组分。汽油馏分包括轻质汽油组分和重质汽油组分。重质汽油馏分的主要成分包括重质的单环芳烃。
公开陈述
US-A 3,776,838说明了用流化催化裂化工艺裂化石脑油物流。
US-A 5,372,704公开了一种用于再裂化FCC石脑油的FCC装置。该方法可以裂化重质石脑油(定义其沸点范围为149℃-218℃(300°F-425°F))或者含有全馏程汽油的一般石脑油。
US-A 5,176,815公开了在FCC汽提塔中使用独立的反应区，从而在FCC反应区中转化初级原料和各种被分离的二次原料。
US-A 5,310,477进一步采用相同装置用于初级FCC反应产生的重质汽油馏分的特殊接触过程。
发明概述
本发明的目的是用废催化剂在低苛刻条件下裂化汽油组分的中心馏分，从而惊人地提高汽油辛烷值并提高C8芳烃的产量，同时产生的干气很少或者没有。
对照进一步转化包含C6和较轻烃类的轻质汽油物流以提高质量和进一步转化重质汽油馏分以提高尾端条件的技术，本发明处理的汽油物流具有窄的沸点范围93℃-177℃(200°F-350°F)，更优选沸点范围为121℃-177℃(250°F-350°F)。现已惊人地且意外地发现用废催化剂在缓和的加工条件下进一步转化这种具有特殊沸点范围的汽油馏分将显著地提高所得汽油馏分的辛烷值。进一步发现允许重质烃随该中心馏分进入二次转化过程会在很大程度上抵消进一步转化对汽油性质的积极帮助，特别是抵消辛烷值的显著提高。
因此，在一个实施方案中，本发明是一种用于对FCC原料进行流化催化裂化并生成高辛烷值汽油和C8芳烃的方法。本方法包括将FCC原料和再生催化剂颗粒供入反应器提升管，并将该催化剂和原料输送通过提升管，从而使该原料转化成提升管的气态产物物流，经在再生催化剂颗粒上沉积焦炭而产生部分失活的催化剂颗粒。从提升管的出料端直接将部分失活的催化剂颗粒和气态产物的混合物供入分离区，在该分离区回收来自提升管的提升管气态产物。该方法通过第一气体出口采出来自该分离区的被回收的提升管气态产物，并将来自提升管气态产物的至少一部分二次原料分离成包括汽油中心馏分的二次原料物流，该汽油中心馏分中至少70重量％处于121℃-177℃(200°F-350°F)的沸点范围。在510℃(950°F)或者更低的温度下以及催化剂/油料比不超过8的条件下，二次原料与部分失活的催化剂接触，生成再接触汽油物流。与再接触汽油物流分离以后，接触了二次原料的废催化剂在再生区中与再生气体接触，以燃烧掉催化剂颗粒上的焦炭并生成再生催化剂颗粒而供至反应器提升管。再裂化汽油通常会含有高浓度C8芳烃，其浓度可以等于70重量％或者更高。
本发明一方面阐明了如何能够运用FCC单元以生产大量C8芳烃。例如，在一个典型的158,988m3/天(100,000桶/天(BPD))的精练厂中，可有5880m3(37,000桶)该种原料进入FCC单元。按照预期的产量估计，该FCC单元将生产出528m3/天(3300 BPD)沸点范围为121℃-177℃(250°F-350°F)的汽油馏分，其中包含127m3/天(800 BPD)C8芳烃。按照本发明对这种汽油馏分进行再裂化，可将FCC单元的C8芳烃的产量提高至429m3/天(2700BPD)。回收这些芳烃将使来自重整区的C8芳烃的日常基本产量提高50％。因此运用本发明可使典型精练厂的C8芳烃的产量提高50％。
此外已经发现本发明的方法可大幅度地提高FCC汽油的辛烷值，且产量损失很小。又惊人地发现本发明的方法仅对特殊沸程的FCC汽油且仅在缓和条件下有效。更确切地说，通过在低反应器温度下使中心馏分通过结焦的FCC催化剂而将FCC汽油中心馏分置于非常缓和的条件下，可以提高那种中心馏分的RONC和MONC近15个单位。当返回去与来自FCC单元的全馏程汽油混和，辛烷值的增加典型地仍旧可达3个单位以上，且更典型地达到3.5个单位以上。另一个意外的好处在于获得这种辛烷值的增加仅损失1重量％的初始全馏程汽油。
提升管优选地将催化剂和蒸气排入提升管末端的分离装置，该分离装置将催化剂与排出提升管末端的气体分离，并且输入反应器的提升管蒸气非常少。这样反应器中催化剂的紧密床层可用作本发明的特殊汽油馏分的独立转化区。因此该装置允许来自提升管反应区的蒸气一直与反应器蒸气保持独立，直至提升管蒸气与催化剂本质上完全分离以后。
提升管和封闭的分离体系还可为通过其中的反应物提供短接触时间和有限的催化剂/烃比，并为二次原料提供相对较长的催化剂接触时间和高催化剂/烃比。因此提升管的短接触时间有助于高反应性的单分子反应，而反应器中与部分失活的催化剂的接触时间较长有助于某些双分子反应。因此，可以借助独立地控制一个FCC反应器中两个单独的反应区，应用本发明而将汽油中心馏分转化成具有较高辛烷值的产物。
在下面的发明详述中介绍了本发明的其它目的、实施方案和细节。
附图简述
该图是本发明方法的示意图，其显示了FCC单元、主分离区和任选的分离区。
发明详述
本发明一般涉及FCC方法的反应器方面。本发明将对大多数用于裂化轻质或者重质FCC原料的FCC方法有用。本发明的方法可以用于改进现有FCC单元的操作和装置，或者用于设计新建造的FCC单元。
本发明使用与许多FCC单元相同的一般装置。反应器提升管用作初级反应区。使用具有催化剂分离装置的反应器除去气态产物蒸气中的催化剂颗粒。汽提区将被吸附的残余烃类从催化剂中除去。在具有一个或者多个再生阶段的再生区中使来自汽提区的废催化剂再生。来自再生区的再生催化剂再次进入反应器提升管以使该工艺继续进行。反应器区和再生器区的部件可以做各种不同的布置。这里对具体反应器和再生器组件的描述不是为了将本发明限制在那些具体细节上，但是除了权利要求书中明确陈述的细节之外。
参照附图可以最大限度地理解基本工艺操作的概况。将来自催化剂再生器10(示意性地表示)的再生催化剂经管12供入Y-区14。提升用气体经管道16喷入Y-区14的底部，并携带催化剂向上通过下游提升管区18。在下游提升管区18的上方于原料喷射点20处将传统的FCC原料喷入提升管。
原料、催化剂和提升用气体的混合物沿提升管的中间区22上升并进入内部的上提升管区24，且该区终止于径直向上的出口端26。提升管末端26位于分离装置28内，而分离装置28位于反应器30内。该分离装置从排出提升管末端26的裂化烃蒸气中除去大部分催化剂。经分离装置28除去的催化剂落入密相催化剂床层52。旋风分离器42接收来该分离装置的裂化蒸气，并从提升管蒸气物流中根本地除去所有残余催化剂。来自旋风分离器42的被分离的催化剂向下落入反应器，经过料腿50进入催化剂床层52。管道44从旋风分离器42的顶部采出提升管蒸气，并将该蒸气作为气态产物供入包含主塔45的分离区。
主塔45通常将原料分离成多级馏分。显示的物流包括管46输送的气体物流、管47输送的轻质汽油馏分、管79输送的汽油中心馏分、管49输送的重质汽油馏分，和管51输送的循环油部分。该循环油部分包括轻质循环油和较重的烃类，并且其优选地以包括轻质循环油和重质循环油的至少两种馏分离开该塔。由管53从该主塔底部采出较重的烃类，通常将其中部分作为原料循环至提升管22。
管79将至少一部分汽油中心馏分经分布器57供入密相床层52，以提供至少一部分二次原料。如果需要的话，可以在进入床层52以前进一步处理该汽油，例如在处理区(未显示)中进行氢化处理。还可以将附加的汽油组分与管79的内容物混和或者直接供入床层52，从而与回收自主塔45的汽油产物一起进一步转化。
反应器30具有位于催化剂床层52上方的空心体积，其提供了稀相区74。密相床层52提供废催化剂，其为汽油原料创造了缓和的接触条件。
当二次原料进入反应器30的时候，分布器57将该原料分布在床层52的底部的部分面积上。合适的分布器可以将原料仅分散在部分密相床层或者部分汽提塔上(如图所示)。该分布器也可以将催化剂分布在汽提塔或者密相床层的整个横截面上。分隔汽提塔或者密相床层可以进一步控制接触二次原料的催化剂/油料比。
分布器57对二次原料的有限分散与挡板装置结合使用。而该挡板分隔出部分汽提塔以分离与二次原料接触的催化剂。挡板59从提升管24径向地向外延伸，并且类似的挡板(未显示)从该提升管的对侧向外伸展。两种挡板一起分隔出部分提升管以限制接触二次原料的催化剂的量。分布器57环绕着这部分区域伸展。该挡板间的间距可以成任何需要的角度以分隔出合适的汽提塔体积。挡板的顶端通常终止于密相催化剂床层的顶部的下方，这样可以使最初进入床层52的催化剂进行某些循环。挡板的底端通常不延伸至汽提塔的底部，以便采出催化剂。
催化剂从床层52经过一系列挡板60阶式落下来。这些挡板在汽提塔62中汽提区63的横截面上横向突出。汽提区63优选地与反应器30的底部直接相通，更优选地位于相对那里次邻近的地方。当催化剂下落时，来自分布器64的蒸汽或者其它汽提介质逆流上升，并与催化剂接触以提高对催化剂表面的被吸附组分的汽提效果。经管66将被汽提的催化剂供入催化剂再生器10。该再生器将焦炭从催化剂表面燃烧掉，以提供再生催化剂。
逆流上升的汽提介质从催化剂的表面和孔隙中解吸出烃类和其它被吸附的组分。被汽提的烃类和汽提介质上升通过床层52，并与二次原料和反应器30的稀相区74中生成的其它产物汇合形成反应器的产物物流。
在稀相区74的顶部通过出口从反应器采出汽提介质和被汽提的烃类。一种采出汽提介质和烃类的方法是使用附图中显示的旋风分离器75分离催化剂和反应器的产物物流。管77从该旋风分离器中采出反应器的产物物流并将其移出反应器30。该反应器产物可经管77供入主塔，但是附图显示的是另一条路线，即将该反应器产物供入独立分离塔83。当使用分离塔83时，该塔通常通过管89分离轻质气体和改质的汽油。管55回收该改质汽油，并通常将该改质汽油与轻质汽油物流和重质汽油馏分(如图所示)中的一种或者两种再次混和。
本发明可采用的普通FCC催化剂的种类很多。这些催化剂组合物包括高活性的结晶水合硅酸铝或者含有沸石的催化剂。优选沸石催化剂，因为其本身活性较高，并且其抵抗因高温接触蒸汽而失活以及因接触大多数原料中包含的金属而失活的能力较高。通常将沸石分散于多孔的无机载体材料例如二氧化硅、铝或者锆中。这些催化剂组合物的沸石含量可以为30％或者更多。特别优选的沸石包括高二氧化硅/氧化铝比的组合物例如LZ-210及类似物质。另一种非常有用的FCC催化剂包括硅取代的氧化铝。如US-A5,080,778中所述，沸石或者硅改进的氧化铝催化剂组合物可包括插层粘土，通常叫作柱状粘土。
适合使用本发明处理的原料包括常规FCC原料或者较高沸点的烃原料。常规FCC原料包含的烃中沸点低于343℃(650°F)的少于10重量％。最普通的常规原料是真空瓦斯油，其通常是沸程为343℃-552℃(650°F-1025°F)的烃原料，并且通过真空分馏常压残油而制备。通常这种馏分中焦炭前体和重金属的量少(焦炭前体和重金属会钝化催化剂)。
本发明还有助于处理重质原料或者残余原料，即那些沸点高于499℃(930°F)且常常具有高金属含量并经常在裂化过程中导致焦炭在催化剂上高度沉积的原料。金属和焦炭均通过阻塞催化剂上的活性中心使催化剂钝化。可以通过再生过程按照需要除去焦炭并消除钝化作用。但是，金属积聚在催化剂上，并通过在催化剂中熔化和永久性地阻塞反应中心的方式使催化剂中毒。此外金属促进了不希望的裂化反应，从而干扰了反应过程。因此金属的存在经常会影响再生器的运行、催化剂的选择性、催化剂的活性和为保持稳定的活性所必需的新鲜催化剂的补给。污染金属包括镍、铁和钒。一般地，这些金属使催化剂的选择性趋向汽油更少而焦炭更多的方向。当用本发明处理重质原料时，由于这些有害作用，可以在反应区内或者在反应区之前采用金属处理程序。还可以通过在提升管的上升物流中使用合适的提升用气体使金属在一定程度上钝化。
FCC原料和再生催化剂进入接触管道。当向上输送催化剂和油料时，接触管通常被称作“提升管”。尽管不是新技术，但是近来有关经过接触管向下输送催化剂和油料的讨论和有关具有超短接触时间的装置的讨论已经增多。为简便起见，本篇论述中将接触管称作“提升管”，但是，术语“提升管”不是为了将使用沿着除了垂直方向的其它方向输送催化剂和油料混合物的接触管或者使用具有超短催化剂接触时间的装置排除在本发明之外。
该附图显示的反应器提升管将催化剂和原料的混合物排入在提升管中对催化剂和气态组分进行初步分离的装置。术语“气态组分”包括提升用气体、产物气体和蒸气以及未转化的原料组分。该附图显示本发明采用的提升管装置具有提升用气体区18。提升用气体区并不是受益于本发明的必要条件。提升管的末端可以终止于一个或者多个径直向上的开口，该开口将催化剂和气态混合物向上供入脱离接触装置的稀相区。提升管的开口端可以具有如本申请以前已有的专利申请描述的普通排气提升管设计，或者是其它任何提供从反应器稀相区的气态物质中大量分离催化剂的装置。
提升管中的流动模式会影响提升管末端的分离过程。通常催化剂经过提升管的循环速度以及进入提升管的原料和任何提升用气体的输入量将使催化剂和气态混合物产生48-320kg/m3(3-20lbs/ft3)的流动密度和3-30m/sec(10-100ft/sec)的平均速度。通常设置提升管的长度以使在此平均流速下的接触时间为0.5至10秒。提升管中的其它反应条件通常包括温度为468℃-566℃(875°F-1050°F)。
提升管中瓦斯油或者残余原料的接触过程通常在典型的短接触时间下进行。保持短接触时间需要在提升管末端快速分离催化剂和烃类。提升管末端的分离装置能够快速分离催化剂和提升管蒸气，并限制来自提升管的蒸气转移至反应器的稀相区，这对本发明来说是很重要的。提升管末端优选的分离装置将提供短的催化剂停留时间并回收至少90重量％排出提升管的蒸气。优选地，提升管末端的分离装置回收95重量％排出提升管的蒸气并且不在稀相区74产生积累损失。优选地，回收来自反应器的反应区的产物，同时最低限度地混和提升管产物物流。因此可以为在二次区域中改进了质量的再接触汽油提供独立出口，并且该出口采出的物流包含至少90重量％再接触汽油和小于10重量％提升管气态产物。US-A 5,310,477公开了一种提升管分离装置，其可以回收大于95重量％提升管产物组分，并且提供一种优选方法，即通过使置换流体经过提升管排出的催化剂而从离开提升管的催化剂中置换出提升管气态组分。
二次原料可以在任何提供充足接触时间和理想低苛刻条件的接触区中与废催化剂接触。分离装置应可以提供与二次原料接触的催化剂。分离装置通常位于反应器的上部。如附图所示，来自该分离装置的催化剂可向下落入密相床层52，该床层位于反应器30的下部且被称作反应器的反应区。尽管聚集在床层52中的催化剂具有较高的焦炭浓度，但是其仍旧具有足够的用于催化作用的表面积。一般该床层中催化剂的焦炭浓度为0.5-1.5重量％。附加的汽提可以从第二反应区移走更多烃类化合物，但是更彻底的汽提的好处是以固定床反应区中附加的稀相体积为代价的，并且一般经过床层50的上升气体的表观速度应当低于0.15m/sec(0.5ft/sec)，优选地低于0.03m/sec(0.1ft/sec)。
床层52提供大量的可与二次原料接触的催化剂。原料可以在低于密相床层上表面的任何地方进入该密相床层。在安排次邻近的汽提区接收通过反应器的催化剂时，可以在汽提区的任何地方包括底部将二次原料喷入汽提区，条件是喷射点位于最低的蒸汽喷射点的上方。
本发明的关键在于不论接触区如何，二次原料都具有特殊的沸程组成。二次原料包括来自提升管气态产物的部分汽油中心馏分，其中烃类至少有70重量％的沸点处于93℃-177℃(200°F-350°F)。二次原料包含的汽油中心馏分中优选至少80重量％处于沸点范围121℃-177℃(250°F-350°F)。大多数情况下，大于90重量％的二次原料物流的沸点高于121℃(250°F)，优选90重量％的二次原料处于沸点范围121℃-177℃(250°F-350°F)。主塔或者其它流体分离区一般将来自提升管的气态产物物流分离成初始产物物流，其包括终沸点至少低于121℃(250°F)的轻质汽油、其中80重量％的沸点至少为93℃(200°F)且终沸点低于204℃(400°F)的汽油中心馏分、初沸点高于177℃(350°F)且终沸点至少为204℃(400°F)的重质汽油以及初始循环油物流和初沸点高于汽油原料的终沸点的较重馏分。汽油中心馏分中通常有85重量％的沸点为177℃(350°F)，优选90重量％的沸点为177℃(350°F)。更优选地，二次原料和汽油中心馏分中有95重量％的沸点低于177℃(350°F)。汽油中心馏分相对于全部汽油馏分的量通常小于50重量％。许多情况下，二次原料包含20-30重量％从气态产物回收的汽油物流，并且该原料中至少80重量％处于沸点范围121℃-188℃(250°F-370°F)。
中心馏分的最小终沸点将处于大约C9芳烃尤其是1，2，4-三甲基苯的沸点。较低的中心馏分和重质馏分的分割点温度，低至160℃(320°F)，将使附加的C9芳烃进入重质汽油物流。选择重质汽油馏分的上端以保留C12芳烃。重质汽油馏分的下端将保留至少某些C10芳烃。将C10至C12芳烃保留在重质汽油馏分中可避免这些组分的损失，因为它们容易脱烷基化。汽油中心馏分的较高终点仍旧将大多数二环化合物排除在二次反应区之外。这些二环化合物包括茚、1，2，3，4-四氢化萘、联苯和萘，它们在反应器反应区的条件下以及没有预处理的情况下不易裂化，且它们带来的帮助小，并且事实上已经发现它们降低了汽油再接触步骤的效力。
除了对二次原料的组成有要求以外，二次反应区中的条件要相对缓和。接触反应将在催化剂和原料的平均温度低于510℃(950°F)下，优选低于482℃(900°F)下发生，并且更典型地在443℃-482℃(830°F-900°F)下发生。限制二次接触区中催化剂/油料比不超过8，更优选为6或者更少，这也是有利的。通常在重时空速(WHSV)不超过2的条件下，更通常在不超过1.5条件下进行接触过程。但是，更高的重时空速产生的结果与此相同。当二次原料必须与少于所有循环废催化剂总量的循环废催化剂接触时，可以通过适当地分隔二次反应区来控制催化剂/油料比和重时空速。
如前所述在单一分离区中分离所有产物有利于减少装置并使汽油组分最大限度地进行再接触过程。单一分离区的不利之处在于会在循环回路中积累某些难裂解的组分。因此，单一分离区可能需要合适的措施例如采用支流以除去难裂解化合物。但是选择汽油中心馏分可最大限度地减少难裂解化合物的积累。因此单一分离区装置最适合较窄的汽油馏分进行再接触操作。二次反应区的独立分离区可能最适合对无法接受附加生产量的主塔的改进。
实施例1和2
以下实施例显示当限于加工汽油中心馏分时，采用来自提升管型反应区的废催化剂运行二次反应区可显著提高辛烷值。在本实施例中，采用平均包含0.8重量％焦炭的GXO-28低金属含量的平衡催化剂(Grace-Davison制造)的样品并使用ASTM分析方法模拟沸点范围为121℃-177℃(250°F-350°F)的汽油原料的再裂化过程。表1显示了该原料的特性。在固定床反应区中在重时空速为1.0、催化剂/油料比为6.0及454℃(850°F)条件下使结焦催化剂与该原料接触。对实施例1和2来说，从反应区回收的产物物流具有表2所示的组成。
表1
| IBP | 121℃(250°F) |
| 90％BP | 177℃(350°F) |
| EP | 189℃(372°F) |
| RONC | 94.0 |
| MONC | 83.0 |
| 烷烃和萘 | 25LV％ |
| 烯烃 | 14LV％ |
| 芳烃 | 61LV％ |
表2
| 产物物流(重量％) | 实施例 | #1 | #2 |
| H2SNH3H2(C1+C2)C3C3＝C4C4＝C5-121℃(250°F)121-177℃(250-350°F)177-232℃(350-450°F)232-343℃(450-650°F)343℃+(650°F+)焦炭转化率RONCMONC长链烷烃和萘类(LV％)烯烃(LV％)芳烃(LV％) | 0.000.010.010.220.130.230.390.287.5486.761.042.091.310.013.24106968.50.091.5 | 0.000.000.010.230.130.230.450.287.1786.100.851.702.050.7913.90107978.00.092.0 |
表2说明该原料与结焦催化剂接触可使汽油中心馏分大量转化为芳烃汽油组分。从表中可以看出，超过7重量％的被转化物成为轻质汽油(C5-121℃(250°F))。少于1.4重量％的被转化物成为干气和液化石油气(LPG)。不超过4.6重量％的被转化物成为较重的产物。因此再裂化121℃-177℃(250°F-350°F)的物质几乎完全除去了烯烃并大大减少了长链烷烃和萘馏分。此外从表2可以看出C5-177℃(350°F)馏分的辛烷显著增加。就产生的少量转化率(13重量％)来说，烃重排的程度令人惊讶。而且再裂化后回收的全馏程汽油(C5-232℃(450°F))的量为起始121℃-177℃(250°F-350°F)汽油的95重量％。大部分芳烃产物可以被认为为是C8芳烃。该原料包含24重量％C8芳烃和29重量％C9芳烃。以新鲜的原料计算，液态产物包含的C8芳烃占总量为89重量％的所有芳烃的量大于85重量％。尽管不希望局限于任何理论，但是该数据显示C8芳烃化合物是通过烯烃的环化反应以及C9芳烃失去甲基而形成的。而且C10芳烃也减少了，显然其变成了C8芳烃，并且大部分1，2，3，4-四氢化萘似乎已裂化成较低级的环状结构且其中一部分脱氢成可进行烷基化反应的多环芳烃化合物。
实施例3和4
在与实施例1和2相同的条件下研究了其它较高沸点的原料馏分的转化过程，但是得到的结果明显较差。实施例3和4采用所有FCC汽油馏分，其结合了121℃-177℃(250°F-350°F)馏分和177℃(350°F)-EP馏分，并在表3中作了进一步描述。所有馏分的再接触反应导致了121℃-177℃(250°F-350°F)馏分的转化率19重量％比当仅处理121℃-177℃(250°F-350°F)馏分时的转化率高很多，如表4所示。将实施例3和4中转化了的汽油产物与起始C5-121℃(250°F)的部分混和，生成全馏程汽油，结果其辛烷值提高了1.6个单位，全馏程汽油的产量损失5重量％。将这个结果和实施例1和2中仅处理121℃-177℃(250°F-350°F)馏分时辛烷值提高3.5个单位而产量仅损失1重量％进行对比。
表3
| IBP | 121℃(250°F) |
| 90％BP | 208℃(406°F) |
| EP | 318℃(604°F) |
| RONC | 92.0 |
| MONC | 80.0 |
| 长链烷烃和萘类 | 38LV％ |
| 烯烃 | 33LV％ |
| 芳烃 | 29LV％ |
表4
| 产物物流(重量％) | 实施例 | #3 | #4 |
| RONC | 96.0 | 95.8 | |
| 长链烷烃和萘类(LV％) | 28.5 | 27.1 | |
| 烯烃(LV％) | 痕量 | 0.6 | |
| 芳烃(LV％) | 71.5 | 72.3 |
前面的描述介绍了本发明的本质特征，可以对其进行调整以适应多种场合和装置，并且不超出此后出现的权利要求的范围和本质。
Claims (13)
1.一种用于对流化催化裂化原料进行流化催化裂化并生成C8芳烃的方法，该方法包括：
a)将流化催化裂化原料和再生催化剂颗粒供入反应区提升管，并输送催化剂和原料通过提升管，因而将该原料转化为提升管气态产物物流，并通过在再生催化剂颗粒上沉积焦炭而生成部分失活的催化剂颗粒；
b)从提升管的出料端将部分失活的催化剂颗粒与气态产物的混合物直接排入分离区，在分离区中回收来自提升管的提升管气态产物；
c)通过第一气体出口从分离区采出被回收的提升管气态产物；
d)将至少一部分提升管气态产物分离成包括汽油中心馏分的二次原料，该汽油中心馏分的至少70重量％处于沸点范围93℃-177℃；
e)在温度低于510℃下将该二次原料与部分失活的催化剂接触以生成再接触汽油物流；和
f)分离废催化剂和再接触汽油物流，在再生区中将与二次原料接触过的废催化剂与再生气体接触，而使焦炭从催化剂颗粒上燃烧掉，并生成再生催化剂颗粒以供入至所述反应器提升管。
2.根据权利要求1的方法，其中在分离区从部分失活的催化剂颗粒中回收至少90重量％气态产物。
3.根据权利要求1的方法，其中流体分离区将气态产物物流分离成第一产物物流，其包括终沸点至少低于121℃的轻质汽油、初沸点至少为93℃且终沸点不超过177℃的二次原料、初沸点至少为177℃且终沸点至少为204℃的重质汽油，和初沸点高于重质汽油的终沸点的初始循环油物流。
4.根据权利要求3的方法，其中重质汽油与再接触汽油物流混和，以生成其马达法辛烷值或者研究法辛烷值比相应的二次原料和重质汽油的马达法辛烷值或者研究法辛烷值高至少3个单位的改质汽油。
5.根据权利要求3的方法，其中再接触汽油物流包含至少70重量％C8芳烃。
6.根据权利要求1的方法，其中不大于10重量％的反应器提升管的气态产物物流进入二次原料与部分失活的催化剂接触的二次接触区。
7.根据权利要求1的方法，其中气态产物进入二次原料与部分失活的催化剂接触的二次接触区，二次接触区包括置于反应器内的催化剂密相床层。
8.根据权利要求7的方法，其中从二次出口采出至少90重量％再接触汽油物流和小于10重量％提升管气态产物。
9.根据权利要求1的方法，其中汽提区位于反应器的下部，催化剂从反应器供入汽提区，汽提流体向上通过汽提区，二次原料和部分失活的催化剂的接触发生在汽提区；废催化剂从汽提区供入再生区。
10.根据权利要求1的方法，其中分离区包括脱离接触区，反应器提升管延伸入分离区，并且部分失活的催化剂和提升管气态产物直接排入脱离接触区。
11.根据权利要求1的方法，其中气态产物物流进入第一分离区，再接触汽油物流进入第二分离区。
12.根据权利要求1的方法，其中至少15重量％二次原料物流的沸点高于177℃，大于80重量％二次原料物流的沸点高于93℃，二次原料和部分失活的催化剂在重时空速不超过2的条件下接触。
13.根据权利要求1的方法，其中流化催化裂化原料包括沸点高于343℃的烃类，二次原料包括其中至少80重量％的沸点范围处于121℃-177℃的汽油中心馏分，部分失活的催化剂具有的焦炭浓度为0.5-1.5重量％并供入位于反应器下部中的汽提区，在汽提区中在温度小于482℃下催化剂/原料比不超过8且重时空速不超过1.5的条件下将二次原料与部分失活的催化剂接触。
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