CN1422325A - 在流化床催化裂化装置中维持热平衡的方法 - Google Patents

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CN1422325A CN01807579.7A CN01807579A CN1422325A CN 1422325 A CN1422325 A CN 1422325A CN 01807579 A CN01807579 A CN 01807579A CN 1422325 A CN1422325 A CN 1422325A
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Abstract

本发明涉及在流化床催化裂化装置中保持热平衡的方法。更具体而言，本发明涉及能够通过在适当条件下将燃料和含氧气体导入到输送管线来维持或恢复热平衡的燃烧控制方法。所述输送管线将包括用过的催化剂和燃烧产物的流出物导入到装置的催化剂再生区。

Description

在流化床催化裂化装置中维持热平衡的方法
                     发明领域
本发明涉及在连续的流化床催化裂化装置中保持热平衡的方法。更具体而言，本发明涉及能够通过在适当条件下将燃料和含氧气体导入到输送管线来维持或恢复热平衡的燃烧控制方法。所述输送管线将包括催化剂和燃烧产物的流出物导入到一个区域，在该区域，催化剂与流出物分离并返回到工艺中。
                     发明背景
在连续的基于流化固体的催化裂化装置，例如流化床催化裂化(“FCC”)装置中，流动的、热的、再生的催化剂被导入到进料立管的底部。进料，例如石脑油、瓦斯油、渣油、重油及其混合物在进料立管底部的下游点注入到进料立管中。通常，进料立管的下游端结束在一个反应器中。裂化的产品从反应器的顶部取出，并且含有吸附烃，例如焦炭的用过的催化剂穿过在所述反应器中的汽提区，然后通过输送管线进入到再生反应器。为了加热和再活化催化剂，在再生器的富氧环境中焚烧掉用过的催化剂上的焦炭。当在再生器中燃烧焦炭所供应的热量等于吸热反应、工艺物流的显热、引入的液态工艺物流的蒸发潜热和热量损失所消耗的热量时，该装置被称为处于热平衡。
尽管在传统的FCC工艺中，为了在再生过程中加热催化剂必须有焦炭，但是在催化剂上形成的焦炭的量可以通过例如操作参数和原料的选择来进行控制。在操作上，为了增加在工艺中可获得的用以形成更有价值的(通常是低分子量的)产品的碳量，可能更好地是限制产生的焦炭量。而且，在反应过程中形成的焦炭可能含有不希望的硫和氮物质，导致增加了环境治理费用。
另外，某些FCC工艺使用可导致在催化剂上形成较少焦炭的进料。例如当装置的进料含有石脑油或已经过严格加氢处理的高沸点进料时，在催化剂上形成明显少的焦炭，使得在再生器中通过燃烧焦炭产生的热量减少。因此，这类进料有损于装置的热平衡。
当例如操作条件和进料选择之类的因素使得焦炭燃烧不足以维持热平衡时，需要加入热量。而且，非稳态操作，特别是例如在启动过程中出现的情况，要求额外的热量以恢复或维持热平衡，甚至在操作过程中通常有足够的焦炭存在的情况下。
为了给催化剂提供额外的热量的一种常规FCC方法，涉及在再生器内将燃料例如火炬油注入到富氧环境中。可以是FCC进料或其衍生物的火炬油在氧化条件下在再生器内燃烧，所述氧化条件至少是化学计量的(或较稀薄的)。不幸的是，燃烧火炬油造成高的局部再生器温度，并且可能导致例如对FCC装置的机械损伤、催化剂失活、催化剂分解及其组合。
在另一种常规工艺中，通过使用过的催化剂与液态燃料在催化剂进入再生器前接触和混合来提供热量。然后，液态燃料在再生器中于催化剂上燃烧。不幸的是，可能在再生过程中产生过高的催化剂温度，特别是在再生器的最富氧的区域。而且，尽管有时需要在再生过程中产生显著量的一氧化碳，这类工艺通常使燃料完全燃烧成二氧化碳。
在又一种常规工艺中，为了控制催化剂循环，将用过的催化剂、新鲜的再生催化剂、燃料和空气导入到通向再生器的一个混合区中。尽管该工艺向FCC装置中添加了热量，但是可能会遇到高达1600°F的催化剂温度。
因此需要改善的方法来维持或恢复流化床催化裂化装置中的热平衡，该方法不会造成过高的催化剂温度，并且可以调节在再生器中一氧化碳的量。
                     发明概述
在一个实施方案中，本发明是一种流化床催化裂化工艺，包括如下连续步骤：
(a)将含烃进料流导入到反应区，在该反应区中所述进料与热的再生的催化剂源接触，以至少形成裂化的产品和用过的催化剂；
(b)将裂化的产品和用过的催化剂导入到分离区并分离用过的催化剂；
(c)将用过的催化剂导入到输送管线；
(d)将燃料和含氧气体独立地导入到沿输送管线的一个或多个点，并在输送管线中燃烧燃料和氧气，以形成含有热的再生的催化剂的流出物；
(e)由输送管线的流出物中分离热的再生的催化剂；和然后
(f)将热的再生的催化剂导入到步骤(a)。
优选地，所述用过的催化剂的温度为约900～约1175°F，更优选为约900～约1150°F，更更优选为约900～约1100°F。优选地，所述热的、再生的催化剂的温度为约1200～约1400°F，更优选为约1200～约1300°F，更更优选为约1250～约1285°F。
在一个优选实施方案中，所述输送管线是一种分区的输送管线，包括至少一个第一区、在第一区下游的一个第三区和位于两者之间的一个第二区。优选地，至少一部分含氧气体和燃料在第一区燃烧以形成CO，并且至少一部分所述CO在第二区及第二区下游的区被氧化以形成CO2。更优选地，至少一部分含氧气体和燃料在亚化学计量条件下，在第一区下游的区燃烧以形成CO，并且至少一部分所述CO在第二区下游的区被氧化以形成CO2。
在另一个优选的实施方案中，将所述燃料导入到第一区，并将含氧气体至少导入到第二和第三区。至少一部分含氧气体和燃料在部分氧化条件下，在第一区下游的区燃烧以形成CO，并且至少一部分所述CO在第二区下游的区被氧化以形成CO2。
在又一个优选的实施方案中，将含氧气体导入到第一区，并将燃料导入到第一区下游的区域。调节燃料的量和分布，以沿所述输送管线提供分布式燃烧，使得在输送管线的局部温度低于催化剂失活温度。
                     附图简述
图1是可用于本发明方法的流化床催化裂化工艺的简单示意图。
图2示意性地显示了一个优选的空气立管，其直径逐渐减小，以在空气和燃料沿该立管加入时提供需要的速度分布曲线。
图3是实施例1中沿输送管线的温度分布曲线的模型。
图4图示了实施例2中测得的沿输送管线的温度分布曲线。
                     发明详述
本发明是基于以下发现，即通过将燃料和含氧气体独立地导入到在反应器和再生器间的输送管线的一点或多点，可以恢复限制结焦的FCC装置中的热平衡。当调节燃料、空气和催化剂的量和温度以使燃料在输送管线的体相中自燃时，将在输送管线中发生燃料的分布式的燃烧，这样向催化剂供给了热量。因此恢复了装置的热平衡。由于消除了因局部燃烧区引起的确定区域的过高温度，使得大大减少了催化剂失活作用。
除了维持或恢复热平衡外，本发明还提供更大的操作控制及参数如温度和输送管线的燃料气组成的适应性，以优化催化剂再生及污染金属氧化态和影响。而且，本发明还可应用于常规的FCC装置来代替燃烧火炬油，以减轻与由催化剂失活造成的高的催化剂置换比、低的产率和不希望的产品选择性有关的经济方面的缺点。另外，本发明在燃料组成方面适应性宽，这样可以使用对环境有较小影响的气体或液体燃料，例如低硫燃料，以减少从所述装置的可能的废气排放，而不会使催化剂失活。
图1是可用于本发明的流化床催化裂化工艺的简要示意图。这样，显示了一种FCC装置200，它包括一个催化裂化反应器单元202和一个再生单元204。202单元包括进料立管206，其内部包括反应区，其开始处标为208。202单元还包括蒸气-催化剂分离区210和汽提区212，汽提区212内含有多个导流片214，它们布置成类似于住宅沥青屋顶的金属“棚”的形式。将合适的汽提剂，例如水蒸气，通过管线216引入到汽提区。输送管线218将汽提过的、用过的催化剂颗粒导入到再生单元204。在本发明的一个实施方案中，将空气和燃料在一点或多点，注入到汽提区和再生器间的输送管线。
预热过的FCC进料经管线220，在流化床催化裂化反应器单元202的进料注入点224，通入到立管206的底部。水蒸气可以通过管线222注入到进料注入单元中。如下面所述，所述进料含有烃，例如石脑油、真空瓦斯油(VGO)、重油、渣油馏分及其混合物。热的进料的雾化小滴与热的、再生的裂化催化剂颗粒在所述立管中接触。这将使进料蒸发并催化裂化为较轻的、较低沸点的馏分，包括汽油沸程(通常为100～400°F)的馏分及更高沸点的柴油机燃料等。可以采用常规的FCC催化剂，例如含有沸石分子筛裂化组分的二氧化硅和氧化铝的混合物。这样的催化剂在约1300°F或更高的温度下有一定的失活，并且在1400°F以上的温度被认为已不希望地失活了。当进料在立管中，在进料注入点234与热的催化剂接触时，催化裂化反应即开始，并持续到产物蒸气与用过的催化剂在催化裂化器的上部或分离区210中分开为止。裂化反应使不能汽提的含碳材料及吸附的可汽提的烃材料沉积在催化剂上，笼统地称为焦炭。这种含焦炭的催化剂通常被称为用过的催化剂。可以汽提用过的催化剂以除去和回收可汽提的烃材料，然后通过在再生器中焚烧掉剩下的焦炭而再生催化剂。如所述，某些进料的选择、操作条件及其组合，可能使形成的焦炭不足以提供或维持装置的热平衡。在优选的实施方案中，通过使燃料在输送管线中，在合适的条件下分布式燃烧，而恢复或维持热平衡。
相应地，如图1所示，反应单元202可以在分离区210中含有旋风分离器(未示出)，它使裂化的烃产品蒸气和汽提的烃(以蒸气形式)与用过的催化剂颗粒分离。所述烃蒸气向上通过反应器并通过管线226引出。所述烃蒸气可以被导入到蒸馏单元(未示出)，该单元将蒸气的可浓缩部分浓缩成液体，并将所述液体分馏成各产品流。用过的催化剂颗粒下落到汽提区212，在此它们与通过管线216进料到汽提区的汽提介质例如水蒸气接触，并以蒸气的形式脱除在裂化反应过程中沉积到催化剂上的可汽提的烃材料。这些蒸气与其它的产品蒸气一起经管线226引出。导流片214使催化剂颗粒均匀地分散在汽提区或汽提器的整个宽度内，并使催化剂颗粒在汽提区的内部回流或反混最小化。
所述用过的、汽提过的催化剂颗粒从汽提区的底部经输送管线218移出，并经该输送管线导入到容器204内的流化床228，在此它们与经管线240进入该容器的所要求的空气或其它流化介质接触。在其中在输送管线中发生催化剂的不完全再生的实施方案中，容器204可起到再生器的作用，以在催化剂返回到反应区前完全再生该催化剂。在这些情况下，催化剂在容器204中，于FCC再生条件下再生。在其中催化剂在输送管线中完全再生的情况下，容器204用来分离热的、再生的催化剂，以将其返回到反应区。
如所述，在输送管线218的从其在反应器单元内的低点至所述输送管线进入容器204的那点的区间内，汽提过的催化剂被加热并至少部分再生。为了加热和至少部分再生所述催化剂，将燃料和含氧气体导入到输送管线，并且调节其各自的量和注入位置，以提供燃料在输送管线内的分布式燃烧。
含有流化的催化剂和燃烧产物的流出物通过所述输送管线的下游端流入到分离区，例如图1中的容器204，在此再生的并被加热的催化剂可以从流出物中分离出来并返回到反应区。当在输送管线流出物中的催化剂未完全再生时，即当该催化剂带有超过反应区中使用的催化剂所希望的焦炭量时，该分离区(容器204)可起到常规FCC再生器的作用，以完成所述催化剂的再生。因此，当空气用作再生器的流化介质时，任何保留在催化剂上的焦炭可以被氧化或焚烧掉，从而再生了催化剂颗粒，并且在如此操作过程中，完成了对催化剂颗粒的加热，使其温度通常升高到约950～1400°F。如本领域技术人员已知的那样，容器204可以含有旋风分离器(未示出)或某些其它的装置，这些装置用于将热的、再生的催化剂颗粒从主要包含CO2、CO、H2O和N2的气态燃烧产物(废气)中分离出来，并借助于浸入管(未示出)将再生的催化剂颗粒送回到流化催化剂床228。流化床228可以负载在一个气体分布器栅板上，其示意性地图示为虚线244。在流化床中的所述热的、再生的催化剂颗粒溢过由漏斗248的顶端形成的堰246，漏斗248的底部连接在下导管250的顶部。下导管250的底部变成再生催化剂输送管线252。所述溢流的、再生的颗粒向下流过所述漏斗、下导管并进入输送管线252，输送管线252将它们输送回到立管反应区，在此它们与由进料注入器进入所述立管的热的进料接触。烟道气从再生器的顶端经管线254除去。
优选地，所述用过的催化剂的温度为约900～约1175°F，更优选为约900～约1150°F，更更优选为约900～约1100°F。优选地，所述热的、再生的催化剂的温度为约1200～约1400°F，更优选为约1200～约1300°F，更更优选为约1250～约1285°F。
优选地，在含有显著量的未燃烧燃料的区域内，调节含氧气体的量，以提供亚化学计量的燃烧条件。调节在含有显著量的CO的区域内的含氧气体的量，以根据在所述区域内的未燃烧燃料的量，提供包括亚化学计量、化学计量和超化学计量条件的燃烧条件。一般地，当所述区域含有大量未燃烧燃料时，优选亚化学计量的条件，而当所述区域含很少或不含未燃烧燃料时，优选超化学计量的条件。换句话说，优选在所述区域的未燃烧燃料的量越大，条件越是亚化学计量的。亚化学计量的燃烧条件有时被称为“部分氧化”条件，因为燃烧产物含有更高量的CO和更小量的CO2。
图2图示了从输送管线位于反应器单元内的最低点到输送管线进入分离区204的那点间的区域的输送管线的优选实施方案。如所示，燃料和空气沿输送管线的一点或多点注入，以提供燃料沿输送管线的分布式燃烧。
在第一个实施方案中，维持或恢复热平衡所要求的所有燃料，在接近立管底部的一点，通过燃料管线和位于点(1)的一个或多个注入器注入。在输送管线的下游区域不再注入另外的燃料。将已加热的含氧气体在位于燃料注入点和输送管线下游端间的一点或多点注入到所述输送管线。优选的含氧气体是空气，为了方便起见，本发明此后的描述中用空气代替含氧气体；但是应该指出，任何适合用于燃料燃烧的含氧气体都可使用。位于燃料注入点和最上游的空气注入点间的区域被称为第一区，并且该区域应该足够长以提供燃料和催化剂的充分的混合。空气注入点的数量和位置调节着燃料的燃烧，并定义了所述输送管线的其余区域。
在所述第一个实施方案中，空气在燃料注入点下游的两点或多点引入到输送管线中。为了减少燃料需求，降低空气注入点的氧气浓度，并维持空气的温度在所述燃料的自燃温度以上，应调节空气的量和温度。更优选空气的温度维持在所述燃料的自燃温度以上约200°F～约300°F。空气的温度和氧气的浓度可以通过在所述工艺外进行的燃料的直接的在线燃烧来调节。因此，空气在注入到输送管线前，其温度优选调节为约1150°F～约1400°F。
在所述第一个实施方案中，在第一(最上游)空气注入点注入的空气的量调节着在立管的第二区的燃料空气混合物。一个区域的长度，可以通过由该区域的上游端处存在的燃料、CO和空气的量计算将达到的平衡温度来确定。选择所述区域的长度，以提供平均温度为计算出的平衡值的约75％的区流出物。优选地，注入到第二区的空气量相对于燃料来说提供了亚化学计量的氧气。因此，将促进CO在第二区的形成，并且将增加氧气消耗，从而减慢燃烧并降低峰值温度。所述燃料可以是烃，例如燃料气或液体燃料。液体燃料包括重油、渣油、瓦斯油、石脑油及其衍生物。在一个实施方案中，使用液体燃料，因为它通常比燃料气燃烧更慢，或者比可得到的燃料气具有更低的自燃温度。
在第二区的下游，空气在一点或多点注入到所述输送管线，从而在第三区(当在第二区后采用两个空气注入点时)和在随后的区(当采用更多的空气注入点时)将一氧化碳逐渐地氧化为二氧化碳。优选地，空气以约100ft/sec的速度注入到输送管线中，以避免在空气注入点附近形成稳定的化学计量燃烧。为了很好地维持输送管线内的催化剂温度在催化剂失活温度以下，可以选择空气注入点的数量，以实现分布式燃烧。如所述，当采用一个以上空气注入点时，空气注入点间的距离(即在空气注入区域的区长度)固定在这样的长度，其中催化剂和燃烧产物在到达下游的下一个空气注入点前，接近热平衡。所述输送管线的流出物优选含有CO、CO2、O2或其某种组合。通过调节输送管线的长度，可以调节在流出物中的这些物质的相对量。因此，延长输送管线的长度将导致在流出物中有更大量的CO2，而减小管线的长度将导致在流出物中有更大量的O2和CO。
如图2所示，优选在燃料注入点下游的输送管线直径减小，以调节管线内的速度。因此，调节输送管线的直径，以在输送管线的第一区提供至少约10ft/sec，优选约15ft/sec的流化态速度，流化态速度在位于再生器内的所述管线的下游末端增加为约25ft/sec。输送管线直径沿输送管线长度方向的变化在本文中称为输送管线直径的分布曲线。一般地，中等速度是更好的，以促进燃料和催化剂的反混和均匀分布。
在第二个实施方案中，所有空气在点(1)注入到输送管线中，并且在输送管线的上游区没有空气注入。尽管在该实施方案中未采用亚化学计量的燃烧条件，在输送管线内的燃烧的分布可以通过燃料注入点的数量和分布进行调节，从而保持输送管线温度在催化剂失活温度以下。任选的燃料点火器可以位于燃料注入点附近。如在第一个实施方案中那样，空气可以在注入前被加热，并且输送管线可以是直径减小的。而且，当采用一个以上燃料注入点时，可以调节这些点间的距离(区长度)，使得催化剂和燃烧产物在到达下游的下一个燃料注入点前接近热平衡。通过考虑例如在输送管线内燃料完全燃烧的必要性、在流出物中提供适当量的一氧化碳、二氧化碳、氧气及其组合，可以确定输送管线的总长度。
在第三个实施方案中，空气和燃料在点(1)注入，其量足以在第一区中维持燃烧条件。可以在下游注入点注入空气、燃料和其混合物，以沿输送管线提供分布式燃烧，从而调节输送管线的温度在催化剂失活温度以下。优选地，选择燃料和空气的量以在第一区中，在部分氧化条件下实现至少部分燃料和含氧气体的燃烧，从而形成一氧化碳。然后，在第二区和第二区下游的区内的至少部分一氧化碳被氧化以形成二氧化碳。更优选地，在含有显著量未燃烧燃料的区域内，调节含氧气体的量以提供亚化学计量的燃烧条件，而在含有显著量一氧化碳的区域内，调节含氧气体的量以提供包括亚化学计量、化学计量和超化学计量燃烧条件的反应条件。任选的燃料点火器可以位于燃料注入点附近。
如在第一个实施方案中那样，空气可以在注入前被加热，并且输送管线可以是直径减小的。而且，当在第一区的下游采用一个以上燃料或空气注入点时，可以调节这些点间的距离，使得催化剂和燃烧产物在到达下游的下一个燃料或空气注入点前接近热平衡。通过考虑例如燃料完全燃烧的必要性、在流出物中需要的一氧化碳、二氧化碳、氧气的量及其组合，可以确定输送管线的总长度。
在FCC工艺中使用的催化裂化器进料是烃类，例如瓦斯油、重油、馏出油、催化裂化油、石脑油及其混合物。瓦斯油包括高沸点的非渣油，例如真空瓦斯油(VGO)、直馏(常压)瓦斯油、轻催化裂化器油(LCGO)和焦化瓦斯油。这些油的初沸点一般在约450°F(232℃)以上，更一般地在约650°F(343℃)以上，而终点高达约1150°F(621℃)，以及直馏或常压瓦斯油和焦化瓦斯油。
重质进料包括终沸点在1050°F以上(例如高达1300°F或更高)的烃混合物。这类重质进料包括例如全原油和拔顶油、来自原油的常减压蒸馏的渣油或残油、沥青和沥青质、来自重质石油的热裂化的焦油和循环油、焦油砂油、页岩油、源自煤的液体、合成原油等。这些物质在裂化器进料中的存在量可以为混合物的约2～50％体积，更典型地为约5～30％体积。这些进料一般含有太高含量的不希望的组分，例如芳香化合物和含杂原子，特别是硫和氮的化合物。因此，如已知的那样，通常通过例如加氢处理、溶剂萃取、固体吸附剂如分子筛等方法处理这些进料或提升品质，以减少不希望的化合物的量。
石脑油进料包括烯属石脑油，含有在石脑油范围沸腾的烃物质。更具体而言，烯属石脑油含有约5％～约35％重量，优选约10％～约30％重量，更优选约10％～25％重量的烷烃，和从约15％重量，优选从约20％重量到约70％重量的烯烃。该进料还可以含有环烷和芳香化合物。石脑油沸程的物流一般是指那些沸点范围为约65°F～约430°F，优选约65°F～约300°F，更优选65°F～约150°F的物流。石脑油可以是热裂化的或催化裂化的石脑油。这些石脑油可衍生自任何适当的来源，例如它们可衍生自瓦斯油和渣油的流化床催化裂化(FCC)、衍生自渣油的延迟或流化焦化、衍生自新鲜石脑油或瓦斯油及其混合物的热解。优选地，石脑油物流衍生自瓦斯油和渣油的流化床催化裂化。这类石脑油一般富烯烃、二烯烃及其混合物，并相对贫烷烃。
在使用瓦斯油进料、重质进料及其混合物的一个实施方案中，FCC工艺条件包括：温度为约800～1200°F，优选850～1150°F，更优选900～1075°F，压力为约5～60psig，优选5～40psig，进料/催化剂接触时间为约0.5～15秒，优选约1～5秒，催化剂与进料的比例为约0.5～10，优选2～8。FCC进料被预热到不超过850°F，优选不超过800°F，典型地为约500～800°F的温度。
在使用石脑油进料的另一个实施方案中，FCC工艺条件包括：温度为约900～约1200°F，优选约1025～1125°F，烃分压为约10～40psia，优选约20～35psia，催化剂与石脑油的比例(wt/wt)为约3～12，优选为约4～10，其中催化剂重量是催化剂复合物的总重量。尽管不是必须的，还优选将水蒸气与石脑油物流并流地引入到反应区，并且水蒸气最高可占所述烃进料的约50％重量。还优选石脑油在反应区的停留时间低于约10秒，例如为约1～约10秒。
参考下面的实施例将会更进一步地理解本发明。
实施例1
进行完整的工艺模拟，以证明在图2中图示的输送管线的效果。在该模拟中，燃料在输送管线的底部注入。输送管线的第一个(较低的)区域设定为直径30英寸，长10英尺。输送管线的直径在长为18英尺的第二区增加到60英寸，然后在长为12英尺的第三区增加到72英寸，并且在长为50英尺、延伸到位于再生器的输送管线末端的第四区最终增加到84英寸。
将供应到管线中的空气总量的10％重量加热到1200°F的温度，并经位于第一区下游端的10英寸直径的管线注入到输送管线内。将另外15％重量的空气加热到1200°F，并经12英寸直径的管线注入到再下游的第二区。然后将30％重量的空气加热到1200°F，并经末端在一个环状头内的16英寸直径的管线在第三区下游端注入。将最后45％重量的空气加热到1200°F，并在第四区的下游端经末端在一个环状头内的16英寸直径的管线注入。空气的总量为36.7kscfm，燃料的总量为用于空气预热的0.75kscfm的甲烷和进入到空气立管的1.10kscfm的丙烷。将催化剂/蒸气混合物在底部区域加速到约10英尺/秒，并沿立管长度方向进一步加速到约25英尺/秒。约23标准吨/分钟(s-ton/min)的催化剂环流从约1075°F被加热到约1265°F。在希望的反应工艺条件下产生了足以维持装置热平衡的热量。
沿输送管线的体相温度分布曲线的计算值示于图3。如从图中可以看到的那样，在各阶段的终点达到了热平衡。
实施例2
进行一个大规模空气立管证实试验，以证明图2所示实施方案的效果。试验在一个内径为40英寸、高为60英尺的立管燃烧器内进行，以证实在输送管线内燃料流的连续分布式燃烧可以以需要的工艺性能实现。在该试验中，大部分空气在立管的底部注入。在该试验过程中，约1065scfm的预热过的空气被加入到立管的底部，在此它与约1吨/小时的循环催化剂混合，提供最初的升力。在约15英尺的高度，将约30scfm的丙烷加入到体系内。在约35英尺的高度加入另外的空气(约530scfm)和丙烷(约25scfm)。另外，在48英尺的高度加入另外的空气(约180scfm)和丙烷(约15scfm)。在低端到向上约1 5英尺的高度内的速度为约7英尺/秒，向上到约35英尺的高度增加到约12英尺/秒，并且在约48英尺高度以上进一步增加到约15英尺/秒。在稳定操作下，在立管内的温度为约1100°F(在立管底部)到约1300°F(接近立管的顶部)。沿输送管线测得的体相温度分布曲线示于图4。

Claims (27)

1.一种流化床催化裂化工艺，包括下列连续步骤：
(a)将含烃进料流导入到反应区，在该反应区中所述进料与热的再生的催化剂源接触，以至少形成裂化的产品和用过的催化剂；
(b)将裂化的产品和用过的催化剂导入到分离区并分离用过的催化剂；
(c)将用过的催化剂导入到输送管线的上游端；
(d)将燃料和含氧气体独立地导入到沿输送管线的一个或多个点，并在输送管线中燃烧燃料和氧气，以形成含有热的再生的催化剂的流出物，所述热的再生的催化剂在输送管线的下游端处的温度为约1200～约1400°F；
(e)由输送管线的流出物中分离热的再生的催化剂；和然后
(f)将热的再生的催化剂导入到步骤(a)。
2.权利要求1的工艺，其中用过的催化剂的温度为约900～约1175°F。
3.权利要求2的工艺，其中用过的催化剂的温度为约900～约1150°F。
4.权利要求3的工艺，其中用过的催化剂的温度为约900～约1100°F。
5.权利要求1的工艺，其中热的再生的催化剂的温度为约1200°F～约1400°F。
6.权利要求5的工艺，其中热的再生的催化剂的温度为约1200°F～约1300°F。
7.权利要求6的工艺，其中热的再生的催化剂的温度为约1250°F～约1285°F。
8.权利要求1的工艺，还包括将步骤(b)的用过的催化剂导入到汽提区，使用过的催化剂与水蒸气接触，以从用过的催化剂上脱除烃，从而形成汽提过的、用过的催化剂，然后将该汽提过的、用过的催化剂导入到步骤(c)的输送管线。
9.权利要求1的工艺，其中输送管线是一种分区的输送管线，包括至少一个第一区、位于第一区下游的一个第三区和位于两者之间的一个第二区，并且其中将燃料导入到第一区，而将含氧气体导入到至少第二和第三区。
10.权利要求9的工艺，其中在含有显著量的未燃烧燃料的区域调节含氧气体的量，以提供亚化学计量的燃烧条件。
11.权利要求10的工艺，其中用过的催化剂和燃料在第一区混合。
12.权利要求11的工艺，其中至少部分含氧气体和燃料在第一区下游的区内，在亚化学计量的条件下燃烧以形成一氧化碳，并且至少部分一氧化碳在第二区下游的区内被氧化以形成二氧化碳。
13.权利要求12的工艺，其中含氧气体是空气，其中空气在注入到输送管线时的温度保持在燃料的自燃温度以上约200°F～约300°F，并且其中空气以约100英尺/秒的速度注入到输送管线。
14.权利要求13的工艺，其中空气在注入到输送管线前的温度为约1150°F～约1400°F。
15.权利要求12的工艺，其中第一区的流出物含有未燃烧的燃料，并且其中注入到第二区的空气量提供了相对于未燃烧燃料来说亚化学计量的氧气，以在第二区的流出物中形成一氧化碳。
16.权利要求15的工艺，其中在第二区的流出物中的至少部分一氧化碳在第三区被氧化成二氧化碳。
17.权利要求9的工艺，其中输送管线的直径和直径分布曲线足以在输送管线的第一区内提供至少约10英尺/秒的流化速度，该速度在管线的下游端增加到约25英尺/秒。
18.权利要求1的工艺，其中输送管线是一种分区的输送管线，包括至少一个第一区、位于第一区下游的一个第三区和位于两者之间的一个第二区，并且其中将含氧气体导入到第一区，而将燃料导入到第一区下游的区域。
19.权利要求18的工艺，其中将燃料导入到第二区。
20.权利要求19的工艺，其中将燃料导入到第二区和第三区。
21.权利要求19的工艺，其中含氧气体是空气，其中空气在注入到输送管线时的温度保持在燃料的自燃温度以上约200°F～约300°F，并且其中空气以约100英尺/秒的速度注入到输送管线。
22.权利要求21的工艺，其中空气在注入到输送管线前的温度为约1150°F～约1400°F。
23.权利要求19的工艺，其中输送管线的直径和直径分布曲线足以在输送管线的第一区内提供至少约10英尺/秒的流化速度，该速度在管线的下游端增加到约25英尺/秒。
24.权利要求1的工艺，其中输送管线是一种分区的输送管线，包括至少一个第一区、在第一区下游的一个第三区和位于两者之间的一个第二区，并且其中至少一部分含氧气体和燃料在第一区燃烧以形成CO，并且至少一部分所述CO在第二区及第二区下游的区被氧化以形成CO2。
25.权利要求24的工艺，其中含氧气体是空气，其中空气在注入到输送管线时的温度保持在燃料的自燃温度以上约200°F～约300°F，并且其中空气以约100英尺/秒的速度注入到输送管线。
26.权利要求25的工艺，其中空气在注入到输送管线前的温度为约1150°F～约1400°F。
27.权利要求24的工艺，其中输送管线的直径和直径分布曲线足以在输送管线的第一区内提供至少约10英尺/秒的流化速度，该速度在管线的下游端增加到约25英尺/秒。
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