專利名稱：附帶催化劑和吸附劑再生器的殘油裂解裝置及其工藝的制作方法
技術(shù)領域：
本發(fā)明涉及一種殘油裂解裝置及其工藝，該裝置包括一個升氣管，一個反應器，一個汽提塔，該汽提塔附帶有分離器、吸附劑和催化劑的再生器，可用于將含有較高濃度的康拉孫碳組分、及含有如鎳、釩和堿性氮等毒性金屬的烴類殘留物，轉(zhuǎn)化為較輕的和有價值的產(chǎn)物。
進料中高的CCR會在催化劑表面形成焦炭，焦炭又降低催化劑的活性和選擇性。而且，催化劑上較高的焦炭沉積物升高再生器的溫度，并導致催化劑/油的比率降低，以維持FCC單元的熱平衡。FCC催化劑容許最高溫度可達750℃，其限定CCR進料能在FCC單元中被處理。目前，帶有兩級再生器和催化劑冷卻器的FCC單元可以經(jīng)濟地處理進料CCR達8-重量％。
鎳，釩和鈉在殘料中也大量存在。這些成分的毒化作用在FCC技術(shù)中是眾所周知的。過去，在鈍化鎳和釩對催化劑的破壞性的影響方面，有過一些努力。這些努力僅在鎳的鈍化方面取得過一定的成功。因此，按已知的方法，目前可能處理進料中至多30ppM的鎳、以及平衡狀態(tài)催化劑中至多10,000-ppM的鎳。類似地，根據(jù)已知的工藝，能被經(jīng)濟地處理的釩，在進料中至多30ppM、在平衡狀態(tài)催化劑中至多15000ppM。以上這些限制，是FCC單元對殘留物處理能力的嚴重問題。這樣，極大量的載滿金屬的平衡狀態(tài)的催化劑被從殘油FCC(RFCC)單元中提出，以保持循環(huán)中的催化劑的金屬水平在容許的限度內(nèi)。對于堿性氮化合物的鈍化，適合的鈍化技術(shù)仍有待發(fā)現(xiàn)。
除鈍化技術(shù)的發(fā)展以外，在用于殘留物的有效處理的FCC中還有一些重要的設計變化。其中一種設計變化是兩級再生取代單級再生。美國專利4064038講述了兩級再生器的優(yōu)點，以及它在處理附加的進料CCR時所具有的不需要催化劑冷卻器的靈活性。然而，即使美國專利4064038帶有兩級再生器，對于提高進料CCR超過4.5-重量％和進料上的釩超過15-20ppM，仍然有局限性。
有人建議在該技術(shù)中應用一種可分離的催化劑和脫金屬添加劑顆粒。例如在美國專利4895637，5021222和5110775中，推薦一種物理上可分離的FCC催化劑和脫金屬添加劑的混合物，該混合物在沉降速度上具有充分的差別，以致于在單級再生器上形成兩種顆粒的分離覆蓋。雖然這種工藝簡單，仍有幾點操作上的不足，這些不足限制了它的殘油處理能力，即(I)再生器保持在濃密相，在其中平均的表面速度是大約0.7米/秒。在這種速度水平，催化劑顆粒仍然具有相當?shù)南蛳碌闹亓Φ囊?。而且，在床層有充分的湍流和混和，它們產(chǎn)生低的分離效果；(II)在FCC技術(shù)中，已經(jīng)知道在再生器的大氣中，釩是非常具活動性的，在單級再生器中也是這樣，在這些條件下釩可以脫離脫金屬顆粒到催化劑顆粒中去。這就使除去因金屬毒化導致的催化劑鈍化作用的基本目標落空。
Haddad等人在美國專利4875994中提到這些問題，其中建議到燃燒器式兩級再生器。高速度的燃燒空氣被用來從燃燒器中提升催化劑顆粒。然而，移動的釩蒸汽和催化劑一起被允許通過分離管路移到高溫的再生器中，這可能對催化劑顆粒中的沸石導致相當?shù)膿p害。另外，從再生器到燃燒器的降液管管路可以允許分離出的催化劑顆粒再次與添加劑混和。當非常高CCR的進料被處理后，第一級再生器能看到高濃密的床溫。由于添加劑冷卻器是在第一級再生器的下游，很難控制密相床層(dense bed)的溫度，這會進一步加重對沸石結(jié)構(gòu)的破壞。
美國專利4814068號公開一種多級工藝，該工藝帶有三套媒介物升氣管，U形彎兒(U bend)，混和及管道氣系統(tǒng)。這樣一種設計被用來從再生器中那些具有中間層微孔(intermediate pores)的催化劑顆粒中分離大的微孔催化劑顆粒。目的是為了降低ZSM-5添加劑熱液的鈍化作用。粗顆粒的微粒尺寸也很大(500-70000微米)，以避免把粗顆粒攜帶到第二級再生器。由于有這些粗的顆粒，磨耗阻力將會很低。
類似地，美國專利4990314，4892643和4787967也涉及兩種不同尺寸的顆粒的分離，這兩種顆粒一種在20-150微米，而另一種在500-70,000微米之間。這里汽提塔剖面被制成環(huán)形雙級；因此上述兩種尺寸范圍的顆粒在沉降速度上的差別被開發(fā)利用。焦點在于使ZSM-5添加劑的再生頻率最小化。然而，這些發(fā)明沒有提出有關(guān)使催化劑的金屬鈍化作用最小化及在FCC時在殘留物處理過程中進料CCR的移動的問題。
在美國專利4830728中公開一種工藝和裝置，該工藝和裝置是為了提高石腦油的等級，在流體催化裂化操作中應用并聯(lián)升氣管和一種沸石釔催化劑及ZSM-5混合物。在FCC汽提塔中從顆粒尺寸范圍在20-150微米間的沸石釔催化劑中分離出尺寸范圍在500-70000微米的ZSM-5顆粒。在汽提塔中間位置設有一種錐形多孔板或分子篩，通過這種方式，較大和較密的ZSM-5被殘留在板/篩上，而較小和較輕的催化劑通過板/篩降到汽提塔的底部。這里采用的分離機械裝置與本發(fā)明不同。然而，這項專利沒有提出有關(guān)在FCC單元處理殘留物過程中避免CCR和催化劑金屬鈍化作用的問題。
美國專利5059302和美國專利5196172的發(fā)明要求的FCC工藝和裝置，該工藝和裝置應用一種催化劑和吸附劑顆粒的混合物。這里吸附劑顆粒尺寸較小(30-90微米)而催化劑顆粒尺寸較大(80-150微米)。該工藝應用選擇性的渦流槽分粒器和臥式旋風分離器類型燃燒器，來連續(xù)地分離這兩種顆粒，并基于離心力的不同而運行。當吸附劑和催化劑的分離和再生在第一級再生器中進行時，釩可以從吸附劑中被移往催化劑顆粒中，并且在這樣的高溫條件下破壞催化劑沸石的結(jié)構(gòu)。
美國專利6149875涉及從重的進料中移去CCR和金屬雜質(zhì)。然而，在此專利中應用的裝置與本發(fā)明不同。另外，催化劑和吸附劑的傳遞速度的差別被用來從吸附劑中分離催化劑。在分離器容器中的表面氣體速度很高，并且其是在與本發(fā)明中的沸騰床方式不同的領域(湍流/快速流體化)中起作用。
發(fā)明目的本發(fā)明的主要目的是提供一種殘油裂解裝置及其工藝，通過應用一種吸附劑，在原料與裂解催化劑接觸之前，移去原料中一種或多種雜質(zhì)，該裝置及工藝可用于將含有較高濃度的康拉孫碳(CCR)以及含有如釩、鎳和鈉金屬的重真空殘留物轉(zhuǎn)化為較輕的產(chǎn)物。
本發(fā)明的另一個目的是提供一種裝置，該裝置包括一個附帶分離器的汽提塔，該分離器可將催化劑和吸附劑分離，以便在再生工序之前消除釩的反作用(破壞沸石的結(jié)構(gòu))。
本發(fā)明的另一個目的是給廢的催化劑和吸附劑提供單獨的、用于再生的輸出口。
本發(fā)明的更進一步的目的是提供一種殘油裂解裝置，該裝置包括一個汽提塔，該汽提塔附帶有分離器，該分離器利用了催化劑和吸附劑顆粒在顆粒尺寸和密度上的差異。
本發(fā)明的另一個目的是提供催化劑的耐久性，因而通過降低成本提高產(chǎn)量。
本發(fā)明還有另一個目的是提供一種與所述裝置相配合的設計，以便于使其能與其他FCC設計一起應用。
本發(fā)明的另一個目的是通過選擇性地使用催化劑冷卻器，控制操作溫度，延長裝置的壽命。
為實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明提供一種流化床催化裂解裝置，所述裝置(如圖2)包括一根升氣管(35)，其含有一種原料、再生的催化劑和吸附劑，并具有一個第一入口裝置(31)，用來輸入高速度的蒸汽，第二入口裝置(61)，用來輸入重新活化的吸附劑，第三入口裝置(32)，用來輸入原料，該原料中含有重的殘留物部分和較高濃度的康拉孫碳組分以及包括釩和鎳的金屬、包括氮的附加有毒物質(zhì)，第四入口裝置(34)，用來輸入再生過的催化劑，一個升氣管的輸出口(35A)，該輸出口與升氣管的終端設備/旋風分離器(39A，39B，40A和40B)相連接，用來促成烴類蒸汽與吸附劑-催化劑混合物分離，旋風分離器具有的多根浸入管向氣體塔附帶的分離器(37)延伸，將催化劑-吸附劑混合物降至催化劑和吸附劑床的接觸面附近；一個反應器(38)，包括上述的旋風分離器和一個輸出口(41)，該輸出口用來將烴類蒸汽和蒸汽混合物排出到精餾塔；附帶分離器的汽提塔(37)設在反應器的底部，用于從廢催化劑和焦化吸附劑混合物中移去可汽提的烴，以及從吸附劑中分離催化劑；上述附帶分離器的汽提塔設有或不設隔板/內(nèi)部零件，該隔板/內(nèi)部零件的底座上有一個入口(36)，用來輸入向上的蒸汽以便提供足以汽提出所有烴并分離出兩層的固體的表面速度，即廢催化劑層(62)和另一焦化吸附劑層(63)，一個出口設在附帶分離器的汽提塔的底部，該出口用于通過立管(52)經(jīng)閥門裝置(53)輸出焦化吸附劑，另一個出口設在上述焦化吸附劑出口(52)的上方正中的位置用于通過立管(42)經(jīng)閥門裝置(43)清除廢催化劑；一個吸附劑再生器(54)設在附帶分離器的汽提塔的較低部分的高度以下的位置，該吸附劑再生器用于接收來自附帶分離器的汽提塔底部的焦化吸附劑，進而使吸附劑活化；吸附劑再生器內(nèi)的一個入口(59)，用于輸入含蒸汽或煤氣的空氣或氧氣，一個出口(60)，該出口和升氣管的第三個入口(32)呈流體相連，用于輸入活化后的吸附劑；以及另一出口(57)，在吸附劑再生器上部，用于排出煙道煤氣；
一個催化劑再生器(44)，位于吸附劑再生器的上方且低于附帶分離器的汽提塔的位置上，該催化劑再生器通過立管(42)和附帶分離器的汽提塔相連接，一個入口(49)，位于再生器的底部，用于輸入含煤氣的空氣或氧氣，以便有效的燃燒沉降在催化劑上的焦炭，一個出口(50)，經(jīng)過閥門裝置(51)與升氣管的第四入口呈流體連接，用于輸入再生后的催化劑；以及另一出口(47)，在催化劑再生器上部，用于排出煙道煤氣。
按照本發(fā)明的一個實施方案，其中當廢催化劑的顆粒尺寸大于且密于結(jié)焦的吸附劑的顆粒尺寸時，在附帶分離器的汽提塔的底部和中間位置的出口，能夠分別聯(lián)接到催化劑和吸附劑的再生器。
按照本發(fā)明的另一實施方案，其中的一個流化床催化裂解裝置，上述裝置(圖3)包括一根升氣管(5)，其包含一種原料、再生的催化劑和吸附劑，以及第一入口裝置(1)，用來輸入高速度的蒸汽，第二入口裝置(2)，用來輸入重新活化的吸附劑，第三入口裝置(3)，用來輸入原料，該原料中含有重的殘留物部分和較高濃度的康拉孫碳組分以及包括釩和鎳的金屬、包括氮的附加的有毒物質(zhì)，第四入口裝置(4)，用來輸入再生過的催化劑，一個升氣管的出口(5A)，該出口與升氣管的終端設備/旋風分離器(9A，9B，10A和10B)相連接，用來促成烴類蒸汽與吸附劑-催化劑混合物分離，旋風分離器具有的多根浸入管向氣體塔附帶的分離器(7)延伸，將催化劑-吸附劑混合物降至催化劑和吸附劑床的接觸面附近；一個反應器(8)，包括上述的旋風分離器和一個出口(11)，該出口用來將烴類蒸汽和蒸汽混合物排出到精餾塔；附帶分離器的汽提塔(7)設在反應器的底部，用于從廢催化劑和焦化吸附劑混合物中清除可汽提的烴，以及從吸附劑中分離催化劑；上述附帶分離器的汽提塔設有或不設隔板/內(nèi)部零件，該隔板/內(nèi)部零件的底座上有一個入口(6)，用來輸入向上的蒸汽，以提供足以汽提出所有烴并分離出兩層的固體的表面速度，即廢催化劑層(33)和另一焦化吸附劑層(32)，一個出口裝置(12)，設在附帶分離器的汽提塔的底部，該出口用于通過立管經(jīng)閥門裝置(13)輸出廢催化劑，另一個出口裝置(22)，在中間的位置，用于通過立管(22)經(jīng)閥門裝置(23)輸出焦化吸附劑；一個吸附劑再生器(24)，設在附帶分離器的汽提塔的較低部分的高度以下的位置，該吸附劑再生器用于接收來自附帶分離器的汽提塔的底部的焦化吸附劑，進而使吸附劑活化；吸附劑再生器的一個入口(29)，用于輸入含蒸汽或煤氣的空氣或氧氣，一個出口裝置(30)，該出口和升氣管的第二入口裝置(2)經(jīng)立管(31)呈流體相連，用于輸入活化后的吸附劑；另一出口裝置(27)，在吸附劑再生器上部，用于排出煙道煤氣；一個催化劑再生器(14)，位于吸附劑再生器的上方，該催化劑再生器和附帶分離器的汽提塔相連接，一個入口(19)，位于再生器的底部，用于輸入含煤氣的空氣或氧氣，以有效地燃燒沉降在催化劑上的焦炭，一個出口(20)，經(jīng)過閥門裝置(21)與升氣管的第四入口呈流體連接，用于輸入再生后的催化劑；以及另一出口(17)，在催化劑再生器上部，用于排出煙道煤氣。
而且，按照本發(fā)明的另一個實施方案，其中裂解催化劑的顆粒尺寸小于結(jié)焦的吸附劑的顆粒尺寸。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中裂解催化劑的顆粒尺寸范圍在20-200微米，且顆粒密度范圍是1.0-1.8g/cc。
按照本發(fā)明的另一實施方案，其中吸附劑的顆粒尺寸范圍是200-500微米，且密度范圍是1.5-3.0g/cc。
按照本發(fā)明的另一實施方案，其中催化劑再生器具有兩級旋風分離器裝置(55和66)，用于分離吸附劑顆粒和煙道煤氣。
按照本發(fā)明的另一實施方案，其中吸附劑再生器帶有吸附劑冷卻裝置(58)，用于從吸附劑再生床移走剩余熱量。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中催化劑再生器具有兩級旋風分離器裝置(45和46)，用于分離催化劑顆粒和煙道煤氣。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中一部分焦化的吸附劑不需經(jīng)過再活化工序，直接從附帶分離器的汽提塔出口(52)經(jīng)立管(60A)輸送到升氣管。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中廢催化劑的顆粒尺寸大于結(jié)焦的吸附劑的顆粒尺寸。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中裂解催化劑的顆粒尺寸范圍為200-500微米，且顆粒密度范圍為1.5-3.0g/cc。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中吸附劑的顆粒尺寸范圍為20-200微米，且顆粒密度范圍為1.0-1.8g/cc。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案是，其中一部分焦化的吸附劑不需經(jīng)過再活化工序，直接從附帶分離器的汽提塔出口(22)經(jīng)立管(30A)輸送到升氣管。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中廢催化劑和焦化吸附劑混合物攜帶的烴的汽提、以及廢催化劑和焦化吸附劑的分離，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)同時進行。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在附帶分離器的汽提塔內(nèi)上升的泡沫是顆粒分離的動力。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的表面氣體速度范圍為0.05-0.4m/s，供顆粒分離的優(yōu)選范圍為0.10-0.20m/s。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的表面氣體速度變化范圍，是確保流化和分離較大和較密顆粒的流體化最小速度的±20％。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在吸附劑再生器內(nèi)的表面速度范圍在0.5-2.0m/s，優(yōu)選速度范圍是0.8-1.5m/s。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中即使在常規(guī)流體催化裂解汽提塔的主要的操作條件下，也能實現(xiàn)催化劑和吸附劑100％的分離。
按照本發(fā)明又一個的實施方案，其中較小和較輕顆粒及較大和較密的顆粒在最小流化速度上的差異，被用于實現(xiàn)所要求的分離。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在附帶分離器的汽提塔內(nèi)從廢催化劑重分離出的焦化吸附劑，是在還原環(huán)境中，以消除對催化劑的反作用，該反作用包括釩對沸石結(jié)構(gòu)的破壞。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中升氣管沿著附帶分離器的汽提塔貫穿延伸，伴隨著烴類氣體從催化劑-吸附劑混合物中、或者是一個外部升氣管中的分離。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中進入升氣管的吸附劑的質(zhì)量流速能夠使吸附劑所攜帶熱量足以蒸發(fā)重的烴類進料，吸附劑的質(zhì)量流速范圍為總循環(huán)固體量的20-60重量％。
按照本發(fā)明進一步的實施方案，其中上述吸附劑包括微球體和一種以選擇性地清除金屬和進料CCR的底部裂解助劑，該微球體選自煅燒粘土，煅燒和粉碎焦炭，鎂的氧化物，硅酸-氧化鋁。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中上述催化劑選自稀土金屬交換的釔沸石，超穩(wěn)定釔沸石，非結(jié)晶酸的基質(zhì)和選自ZSM-5的其他沸石。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中在上述吸附劑再生器內(nèi)，進行部分燃燒和受控制的燃燒，以防止溫度偏離超過690℃，從而延長吸附劑的壽命。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中升氣管的浸入管末端裝置/反應器旋風分離器，設于附帶分離器的汽提塔內(nèi)的廢催化劑和焦化吸附劑混合物的表面。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中廢催化劑和焦化吸附劑混合物攜帶的烴的汽提、以及廢催化劑和焦化吸附劑的分離，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)同時進行。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中上述附帶分離器的汽提塔帶有或不帶有擋板/內(nèi)部零件。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中立管上安裝的閥門裝置為滑閥。
本發(fā)明還提供一種流化催化裂解工藝，該工藝用于將含有較高濃度的康拉孫碳組分以及含有如鎳和釩和堿性氮等的毒性金屬的烴類殘留物轉(zhuǎn)化為較輕的產(chǎn)物，其中催化劑的顆粒尺寸小于且輕于吸附劑的顆粒尺寸，上述工藝包括以下步驟a)將重的殘留物進料和熱吸附劑接觸，上述吸附劑被從升氣管的底部和蒸汽一起提升以實現(xiàn)接觸，使得重的殘留物除去所有雜質(zhì)；b)將除去雜質(zhì)的進料和催化劑在升氣管的中間部分接觸，產(chǎn)生催化裂解反應；
c)將蒸發(fā)產(chǎn)物、廢催化劑和焦化吸附劑混合物由氣動送至升氣管的頂部；d)在升氣管末端裝置內(nèi)，從烴類蒸汽產(chǎn)品中分離催化劑和吸附劑；e)兩種不同層的廢催化劑和焦化吸附劑根據(jù)它們在顆粒尺寸、密度和最小流化速度上的差異，通過使用蒸汽，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)，反應器下方的該汽提塔中低溫下將廢催化劑和焦化吸附劑分離，以實現(xiàn)將較重的焦化吸附劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的底部，而較輕的廢催化劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的中部，而所有可汽提的填隙烴會在上述附帶分離器的汽提塔內(nèi)被從裂解催化劑和吸附劑中汽提走；f)將焦化吸附劑送入吸附劑再生器內(nèi)再活化，通過利用含有煤氣的空氣或氧氣部分或全部地清除焦炭；g)將活化后的吸附劑輸送到升氣管；h)將部分或全部未經(jīng)活化的焦化吸附劑輸送到升氣管；i)將廢催化劑輸送到催化劑再生器內(nèi)，應用空氣、氧氣或含煤氣的氧氣進行催化劑的部分或全部再生；以及j)將再生過的催化劑輸送到升氣管；上述工藝中步驟(e)也可以這樣完成兩種不同的廢催化劑和焦化吸附劑根據(jù)它們在顆粒尺寸，密度和最小流化速度上的差異，通過使用蒸汽，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)在反應器下方的汽提塔在低溫下分離廢催化劑和焦化吸附劑，以實現(xiàn)將較重的廢催化劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的底部，而較輕的焦化吸附劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的中部，而所有可汽提的填隙烴會在上述附帶分離器的汽提塔內(nèi)被從裂解催化劑和吸附劑中汽提走；按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的表面氣體速度保持在0.05-0.4范圍內(nèi)，而為了有效汽提和顆粒的分離，優(yōu)選范圍為0.10-0.20m/s。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中在吸附劑再生器和催化劑再生器內(nèi)的表面速度維持在0.5-2.0m/s范圍內(nèi)，優(yōu)選速度范圍為0.8-1.5m/s。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中上述吸附劑為被煅燒成焦炭，用于含有康拉孫碳組分(CCR)的范圍為8重量％-20重量％的重的進料。
本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中在450-600℃的低溫范圍內(nèi)缺氧條件下，于附帶分離器的汽提塔內(nèi)分離廢催化劑和焦化吸附劑，以避免釩從吸附劑轉(zhuǎn)移到催化劑中。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中用于含有超過8％的很高的CCR的殘留物進料的優(yōu)選的吸附劑為被煅燒的石油焦炭，其具有良好的耐磨耗性能。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，特別是當處理殘油CCR含量高于8-重量％時，從吸附劑再生器提取凈的焦炭蒸汽按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中，從系統(tǒng)中提取一種凈的焦化吸附劑蒸汽，以在康拉孫碳組分高于20-重量％時，容易地維持熱平衡。
按照本發(fā)明的進一步實施方案，是一種工藝，其中空氣用來實現(xiàn)催化劑再生器中的完全燃燒，而再生催化劑的優(yōu)選焦炭含量是低于0.1重量％，使得再生器溫度被控制在730-750℃以內(nèi)。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中來自汽提塔的焦化吸附劑不需再活化即可直接循環(huán)使用。
按照本發(fā)明的另一實施方案，是一種工藝，其中殘留物進料含有非常高的CCR，達到進料量的20％，該種進料不需要打破單元的熱平衡被處理，也不必采取催化劑冷卻方式。
然而本發(fā)明的另一實施方案，是一種工藝，其中康拉孫焦碳和載滿金屬的吸附劑能夠在從附帶分離器的汽提塔或從吸附劑附帶催化劑的分離器中分離蒸汽時被提取出來，該種吸附劑含金屬量高達35,000ppM，用于從吸附劑中提取具高價值的釩和鎳。
按照本發(fā)明進一步的實施方案，是一種工藝，其中吸附劑選自氧化鎂、硅土氧化鎂、高嶺土粘土、氧化鋁、硅土氧化鋁和它們的具有酸性和非酸性性質(zhì)的混合物。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中所述工藝能處理進料含鎳量可達40ppM。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中所述工藝能處理平衡態(tài)的催化劑含鎳量可達15000ppM。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中所述工藝能處理進料含釩量可達60ppM。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，其中所述工藝能處理平衡態(tài)的催化劑含釩量可達20000ppM。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中在升氣管底部段從吸附劑入口點到催化劑入口點的總滯留時間，是在升氣管總滯留時間的10-40％范圍內(nèi)。
按照本發(fā)明還有的另一實施方案，是一種工藝，其中根據(jù)操作的嚴格程度，催化劑在升氣管的滯留時間維持在1-15秒，優(yōu)選時間是3-8秒。
本發(fā)明隨后還將以優(yōu)選的實施方案做進一步描述。
吸附劑吸附劑顆粒用于吸附CCR、例如釩、鎳等的金屬，以及堿性氮和富含硫的化合物，該化合物以濃縮形式存在于烴類殘留物部分。典型地，吸附劑顆粒具有的顆粒尺寸范圍為200-500微米，但優(yōu)選范圍是300-400微米。顆粒密度在1.5-3.0g/cc之間，而優(yōu)選密度是1.8-2.6g/cc最優(yōu)選密度在2.3-2.5g/cc之間。本系統(tǒng)還支持吸附劑顆粒尺寸小于催化劑顆粒尺寸的情況。
吸附劑主要由微球體組成，該微球體由氧化鋁、硅土、氧化鎂、硅土氧化鋁、硅土氧化鎂、高嶺土粘土、或它們的具有酸性和完全非酸性性質(zhì)的混合物組成。這些微球體是準備用于常規(guī)的FCC技術(shù)的催化劑的制備，即，通過準備想得到的化學合成物的溶液、它的噴霧干燥和煅燒。典型地，這些原料具極少的酸性裂解活性，甲醇-丙酮-甲苯(MAT)的表征活性低于15且表面積低于5m2/g。但是，本發(fā)明不受限于單純的低活性吸附劑。例如，可以應用易處理的廢催化劑，該廢催化劑是FCC/殘留物FCC或氫化處理單元產(chǎn)生的，且只要該廢催化劑的顆粒尺寸和密度在上文提到的吸附劑的特殊尺寸范圍內(nèi)即可。關(guān)于上述原料的更多細節(jié)可以參見美國專利5059302和6148975。
對于殘留物含CCR超過8重量％的，優(yōu)選吸附劑是被煅燒的石油焦炭，該石油焦炭是從石油殘留物的延時煉焦工藝中生產(chǎn)的原料焦炭煅燒而制成的。煤的顆?；蚱渌N類的焦炭也可應用，但是煅燒焦炭是優(yōu)選的，因為它具極好的摩擦阻力和物理性能。
煅燒的石油焦炭的典型性能如下

吸附劑顆粒典型的顆粒尺寸分布如下重量％以下 吸附劑顆粒尺寸(微米)0 21010 23030 25050 27070 29090 31095 320100350在美國專利4944865和6149875中對吸附劑有詳細的介紹。吸附劑的顆粒優(yōu)選為實質(zhì)上是微型的球體。然而，本發(fā)明并不僅僅局限于微型的球體的形式。
催化劑應用于殘油FCC技術(shù)中的商品催化劑的常規(guī)狀態(tài)也被應用在本發(fā)明中。但是，本發(fā)明特別說明催化劑顆粒的尺寸在20-200微米，且更優(yōu)選的范圍為20-170微米，最優(yōu)選為20-120微米之間。同樣地，顆粒密度可以在1.0-1.8g/cc范圍內(nèi)，較優(yōu)選的范圍是1.3-1.6g/cc，最優(yōu)選為1.3-1.5g/cc之間，以便取得本發(fā)明所公開的最佳結(jié)果。就像吸附劑一樣，催化劑的顆粒最好是微型的球體。本發(fā)明并不嚴格局限于FCC催化劑顆粒是球體的形式。稀土金屬交換的釔沸石，超穩(wěn)定釔沸石，非結(jié)晶酸的基質(zhì)，甚至于其他沸石，如，形狀可選的ZSM-5沸石也可以應用。本系統(tǒng)還支持催化劑顆粒尺寸大于吸附劑顆粒尺寸的情況。催化劑微型球體典型的顆粒尺寸分布如下

給料本發(fā)明提供一種新的方法，該方法用于處理含較高含量CCR，金屬和其他毒性物質(zhì)。尤其是進料中金屬的水平和CCR的水平分別高于10ppM和5重量％時，可以獲得最大收益。這里，金屬包括釩和鎳。應該注意的是，本發(fā)明優(yōu)先讓CCR、金屬和進料中的其他毒性物質(zhì)在與催化劑接觸之前首先沉降在吸附劑上。此外，從系統(tǒng)中提取一種凈的焦化吸附劑蒸汽，這使得對于CCR含量高(達20重量％)的進料也很容易維持熱平衡。
催化劑再生器從汽提塔提取的催化劑通過立管被傳送到催化劑再生器。在本發(fā)明中，催化劑再生器內(nèi)的表面速度典型地保持在0.5-2.0m/s，而優(yōu)選速度在0.8-2.0m/s，以保持一種常規(guī)的催化劑的密相床層(dense bed)再生。然而，本發(fā)明還可應用于快速流化燃燒器，甚至應用于兩級再生器的設計。
保持空氣供給可以支持實現(xiàn)完全燃燒，且再生催化劑上的焦炭最好低于0.1重量％，將再生器的溫度維持在730-750℃之間。由于進料CCR和金屬有選擇地沉降在吸附劑顆粒上，我們不希望太多的焦炭降到催化劑上。但是，在本發(fā)明中也可以應用催化劑冷卻器，其中再生器的溫度被嚴格控制不超過730℃，以獲得要求的升氣管內(nèi)催化劑和油的比率。
吸附劑再生器吸附劑再生器通常借助于在密相床層流化的方式的受控氣流，在部分燃燒方式在下運行。吸附劑燃燒形成的焦炭足以維持密相床層的溫度在700℃以內(nèi)，且最優(yōu)選溫度在680℃以內(nèi)。煙道煤氣中過剩的氧氣含量在0-2-vol％，CO/CO2可以在0.2-20vol/vol范圍內(nèi)變化。對吸附劑上的焦炭沒有最大限量。通常情況下，可以觀察到在吸附劑上的焦炭濃度較高時，吸附劑對釩和CCR的吸附能力增加。然而，在實際應用中，吸附劑上焦炭的濃度保持在0.3-2.0-重量％范圍內(nèi)。
在殘留物含有進料CCR超過8-重量％，且在這種情況下優(yōu)選的吸附劑是已煅燒成焦炭時，有一個設備用來提取來自再生器的凈的吸附劑蒸汽。這有助于處理含CCR較高的進料，而無需破壞熱平衡。吸附劑再生器里的煙道煤氣或者與催化劑再生器的煙道煤氣混合，或者被直接送至CO燃燒器或能量回收段。
升氣管在這一段，來自吸附劑再生器的吸附劑顆粒首先與存在于提升蒸汽中的經(jīng)預熱的重的殘留物烴類接觸。典型地，根據(jù)殘留物尤其是CCR成分的質(zhì)量，提升和進料的霧化蒸汽大約占進料量的10-50重量％，該蒸汽可以在升氣管的底部段加入。典型的表面速度保持在6-10m/s范圍內(nèi)，該速度足以通過升氣管充分地提升吸附劑顆粒。
再生后的催化劑在升氣管的中間位置注入。催化劑對總的烴的比率通常保持在4-6重量/重量，以獲得可能的最佳結(jié)果。在升氣管的中間位置再生催化劑入口以上，有設備用來注入分離蒸汽。這種進料應該含有盡可能少的CCR、金屬和其他有毒物質(zhì)，且一定要少于在升氣管底部注入的殘留物蒸汽中CCR、金屬和其他有毒物質(zhì)的含量。這類凈化器蒸汽的典型例子是新鮮的真空氣油(gas oil)，重的循環(huán)油等。升氣管頂部的溫度和中部的溫度略低于催化劑入口點，以分別控制通過相應滑閥的催化劑/油的比率、和吸附劑/殘留物的比率。在升氣管底部端(對應于催化劑入口點的吸附劑入口點)的總滯留時間，是在升氣管內(nèi)的總滯留時間的10-40％。催化劑在升氣管內(nèi)的滯留時間保持在1-15秒之間，而且優(yōu)選為3-8秒之間，這取決于操作要求的嚴格程度。
附帶分離器的汽提塔廢的催化劑和焦化吸附劑的混合物，在催化劑/吸附劑層界面附近的位置輸入附帶分離器的汽提塔。在本發(fā)明中，汽提塔作為從吸附劑中分離催化劑的分離器，還有常規(guī)的FCC汽提塔用來從催化劑/吸附劑中汽提所有間隙之間的烴。催化劑和吸附劑的最小流化速度具有差別的規(guī)律被用于在汽提塔中實現(xiàn)對它們的分離。汽提的蒸汽可以在附帶分離器的汽提塔的底部輸入并且/或者在不同的高度輸入，以獲得較好的汽提效率。通常，在汽提塔內(nèi)正常的氣固流量比率是每1000噸固體流量要求1.5-5噸的氣體流量。在本發(fā)明中，汽提蒸汽的表面速度保持在0.1-0.4m/s。然而，推薦保持較高的汽提蒸汽速度，典型的速度高于0.15m/s，該速度接近較集密的顆粒的最小流化速度，以確保較好的分離和汽提。特別地，在立管中和汽提塔的底部，進行蒸汽吹掃，以保持吸附劑和催化劑混合物在流化狀態(tài)。與常規(guī)汽提塔相比，考慮到一些操作要點，本發(fā)明首選不帶擋板/內(nèi)部零件的汽提塔，這類操作要點如特別用來推動催化劑/吸附劑進入再生器所需要的重力頭的產(chǎn)生，較好的分離效率，總的壓力平衡，等等。然而，帶擋板/內(nèi)部零件的汽提塔也在本發(fā)明的應用范圍內(nèi)。


圖1為現(xiàn)有技術(shù)，描述了現(xiàn)有技術(shù)的兩個分離的密相床層再生器的容器。
圖1中的再生器1接收汽提塔4的廢催化劑。再生器1中的燃燒空氣被分配到底部，而催化劑密相6保持在典型的部分燃燒狀態(tài)，在該狀態(tài)下，在適中的溫度下，通過控制空氣流量，使催化劑上的焦炭被部分燃燒掉。再生器1中的煙道煤氣被旋風分離器7或一系列旋風分離器從輸送的催化劑中分離出來。經(jīng)部分再生的催化劑經(jīng)由提升管9通過提升空氣8和旋塞閥10被從再生器1提升到再生器2。二級空氣11被從再生器2的底部輸入，維持密相床層12并使得催化劑完全燃燒除去焦炭，能達到0.1重量％的程度。來自再生器2的煙道煤氣是應用系列旋風分離器14和15，從輸送的催化劑中被分離出來的，并通過出口16排出。再生后的催化劑從管13A和均壓管13B排出，輸送到升氣管3底部的一個入口18。提升蒸汽自升氣管3的入口17輸入給催化劑預加速。烴類進料在入口19輸入，烴和催化劑的混合物流過升氣管3，在其中發(fā)生裂解反應，在升氣管末端的設備20A和20B內(nèi)，大部分烴蒸汽從上述混合物中分離出來。存在于催化劑隙間的烴在汽提塔4內(nèi)，被從21進入的蒸汽剝離掉。提取的廢催化劑經(jīng)立管25，被送入再生器1以進行連續(xù)再生和循環(huán)。產(chǎn)物烴被進一步從提取的催化劑精細物中分離出來，該分離過程是在經(jīng)傳輸管24將產(chǎn)物蒸汽引入分餾器之前，在反應器23內(nèi)用旋風分離器22A和22B進行的。
圖2描述了本發(fā)明中的FCC裝置，其中，附帶分離器的汽提塔37起到了雙重作用，首先是作為常規(guī)的汽提塔，其次作為分離設備，以便應用蒸汽36作為汽提/流態(tài)化的介質(zhì)從吸附劑中分離催化劑。在附帶分離器的汽提塔37中的表面速度以這種方式保持，該方式為形成兩種明顯不同的層，即催化劑層62和吸附劑層63。汽提塔床層的吸附劑層63經(jīng)由焦化吸附劑立管52被送到吸附劑再生器54，吸附劑流量由滑閥53控制。焦化吸附劑加入含煤氣的氧氣或空氣或蒸汽59進行再生。在吸附劑再生器54內(nèi)，煤氣維持表面速度，以便能夠以湍流方式操作。夾帶的吸附劑顆粒經(jīng)旋風分離器55&56從煙道煤氣中分離。煙道煤氣經(jīng)煙道煤氣管57被送出更進一步處理，其中被分離的吸附劑顆粒經(jīng)旋風分離器55&56的浸入管沉降到吸附劑床層。設有吸附劑冷卻器58和吸附劑再生器54，以提取產(chǎn)生的過剩熱量。這有助于將釩在高溫和蒸汽環(huán)境下的損害作用最小化。再活化的吸附劑經(jīng)再活化的吸附劑立管60，被輸送到升氣管的底部入口32。通過滑閥61控制這種吸附劑的流量。再活化的吸附劑正好被從升氣管35底部輸入的提升蒸汽31提升到升氣管35。在它與重的殘留物進料接觸之前，蒸汽31將促進實現(xiàn)再活化的吸附劑的完全流動，該種重的殘留物進料是在吸附劑入口點32以上的位置33輸入的。一旦重的殘留物進料33進入與再活化的吸附劑接觸，進料被蒸發(fā)，隨后進料雜質(zhì)如鎳、釩和康拉孫碳組分(CCR)等等被沉降到吸附劑上，同時進料和吸附劑被向上輸送到升氣管35。同樣地，汽提塔床層的催化劑層62經(jīng)廢催化劑立管42，被輸送到催化劑再生器44，催化劑流量通過滑閥43控制。廢催化劑在催化劑再生器44中被入口49輸入含煤氣的氧氣或空氣再生，這個過程也引起催化劑流化和適當?shù)幕旌?。在再生?4稀釋床的旋流器45和46內(nèi)夾帶的催化劑被分離。催化劑被保留在再生器內(nèi)，而煙道煤氣經(jīng)煙道煤氣管47被排出。如果需要，可設置一個催化劑冷卻器48，用來降低催化劑的溫度。催化劑冷卻器48是FCC單元中采用的常規(guī)的一種。經(jīng)過再生的催化劑立管50，再生后的催化劑被送到升氣管35的中間位置入口34，該再生催化劑的流量由滑閥51控制。當進料和吸附劑的混合物與自升氣管35的一個入口34輸入的再生催化劑接觸時，進料幾乎脫去了全部雜質(zhì)。自升氣管35的入口點34向上，發(fā)生裂解反應，并且進料、催化劑和吸附劑混合物由空氣作用傳遞到升氣管的上部。產(chǎn)物和未轉(zhuǎn)化的烴蒸汽經(jīng)升氣管末端裝置39A&39B，被從廢催化劑和焦化吸附劑中分離出來，該種裝置設在升氣管頂部的末端。廢的催化劑-焦化吸附劑混合物經(jīng)末端裝置39A&39B的浸入管被送入汽提塔。與烴蒸汽一起被送至反應器38的廢催化劑和焦化吸附劑的精細顆粒，用旋風分離器40A&40B來分離。39A、39B、40A&40B的浸入管終止于附帶分離器的汽提塔37內(nèi)接近廢催化劑和焦化吸附劑的床層表面。如以上所述，在附帶分離器的汽提塔37內(nèi)收集的廢催化劑和焦化吸附劑混合物被分離成兩層62&63，并分別輸入再生器44&54里進行再生/活化。再生循環(huán)，除去進料中的雜質(zhì)，裂解反應，隨后是煤氣-催化劑-吸附劑的分離，然后是廢催化劑和焦化吸附劑分離。雖然圖2中未標出，在本發(fā)明中采用的升氣管35也可以設在外邊。在這種條件下，旋風分離器與升氣管35的頂部連接，且這些旋風分離器的浸入管在催化劑和吸附劑的床層接觸面與附帶分離器的汽提塔37相連接。
本發(fā)明還包括自附帶分離器的汽提塔37分離出的焦化吸附劑63的再生，該步驟是直接經(jīng)吸附劑立管60(A)到升氣管入口32，而不需進行再生步驟，滑閥61用來控制進入升氣管入口32的吸附劑流量。另外，除了含煤氣或空氣的氧氣，在吸附劑再生器54內(nèi)應用蒸汽保持所要求的流化狀態(tài)。當煅燒石油焦炭被作為吸附劑使用時，這個設備很有用。雖然沒有在圖2中標出，但是，有一個設備用來添加或提取吸附劑和催化劑，進入/送出催化劑再生器44和吸附劑再生器54。
圖3描述的是本發(fā)明的FCC裝置，其中附帶分離器的汽提塔(7)有雙重功能，首先是作為常規(guī)的汽提塔，其次是作為分離裝置，以應用蒸汽(6)作為汽提/流化的介質(zhì)從吸附劑中分離的催化劑。在附帶分離器的汽提塔(7)中的表面速度以一種方式保持，該方式為形成兩種明顯不同的層(根據(jù)催化劑和吸附劑的顆粒尺寸和密度)，即，形成于附帶分離器的汽提塔(7)中的催化劑層和另一吸附劑層(33和32)。
上述汽提塔床層的催化劑/吸附劑層，分別經(jīng)由立管(12和22)被送到催化劑/吸附劑的再生器(14和24)，催化劑/吸附劑的流量分別由滑閥(13和23)控制。焦化吸附劑/廢催化劑分別在再生器(24和14)內(nèi)，經(jīng)入口(29和19)加入含煤氣的氧氣或空氣或蒸汽，進行再生。在上述催化劑/吸附劑再生器內(nèi)，保持煤氣的表面速度以便能夠以湍流方式操作。夾帶的催化劑/吸附劑顆粒分別經(jīng)設在再生器(14和24)內(nèi)稀釋相床內(nèi)的旋風分離器(15，16和25，26)從煙道煤氣中分離。催化劑保留在再生器內(nèi)，煙道煤氣分別經(jīng)煙道煤氣管(17和27)被送出。如果需要的話，催化劑冷卻器(18和28)用來降低再生器內(nèi)產(chǎn)生的溫度。催化劑冷卻器(18和28)是分別與吸附劑和催化劑再生器(24和14)配套的常規(guī)設備，用于吸取產(chǎn)生的過剩熱量。這有助于將釩在高溫和蒸汽環(huán)境下的損害作用最小化，并且提高催化劑或吸附劑的循環(huán)比率。煙道煤氣分別經(jīng)煙道煤氣管(17和27)被排出，進行進一步處理。
再生后的催化劑經(jīng)立管(20)被輸送到升氣管的入口(4)，該立管與再生器(14)呈流體接觸。
再生后的吸附劑經(jīng)立管(30)被輸送到升氣管的入口(2)，該立管與吸附劑再生器(24)呈流體接觸。
再生催化劑的流量由滑閥(21)控制。
再生吸附劑流量由滑閥(31)控制。
吸附劑也直接傳送到升氣管(5)，而不經(jīng)立管(30A)活化。
再活化的吸附劑正好被從升氣管(5)底部輸入的提升蒸汽(1)提升到升氣管(5)。在它與重的殘留物進料(3)接觸之前，蒸汽(1)將促進實現(xiàn)再活化的吸附劑的完全流動，該種重的殘留物進料是在吸附劑入口點(2)以上的位置輸入的。
一旦重的殘留物進料(3)與再活化的吸附劑接觸時，進料被蒸發(fā)，隨后進料雜質(zhì)如鎳、釩和康拉孫碳組分(CCR)等等被沉降到吸附劑上，同時進料和吸附劑被向上輸送到升氣管(5)。
再生后的催化劑經(jīng)立管(20)被送到升氣管的入口(4)，該立管與再生器(14)呈流體接觸。自升氣管(5)的入口點(4)向上，發(fā)生裂解反應，并且進料、催化劑和吸附劑混合物同時被傳遞到升氣管的上部。產(chǎn)物和未轉(zhuǎn)化的烴蒸汽經(jīng)升氣管末端裝置(9A和9B)，被從廢催化劑和焦化吸附劑中分離出來，該種裝置設在升氣管(5)頂部的末端(5A)。廢的催化劑和焦化吸附劑混合物經(jīng)末端裝置(9A和9B)的浸入管被分別送入汽提塔。與烴蒸汽一起被送至反應器(8)的廢催化劑和焦化吸附劑的精細顆粒，分別用兩個旋風分離器(10A和10B)來分離。旋風分離器(9A，9B，10A和10B)的浸入管終止于附帶分離器的汽提塔(7)內(nèi)接近廢催化劑和焦化吸附劑的床層表面。如上所述，在附帶分離器的汽提塔(7)內(nèi)收集的廢催化劑和焦化吸附劑混合物被分離成兩層，即上邊的吸附劑層(2)和下邊的催化劑層(3)，并分別輸入再生器(24和14)里再生/活化。接著是再生/活化的循環(huán)，除去進料中的雜質(zhì)，裂解反應，之后是煤氣-催化劑-吸附劑的分離，然后是廢催化劑和焦化吸附劑分離，再分別將焦化吸附劑和廢催化劑傳送到再生器中。雖然圖3中未標出，在本發(fā)明中采用的升氣管(5)也可以設在外邊。在這種條件下，旋風分離器與升氣管(5)的頂部末端(5A)相連接，它們的浸入管在催化劑和吸附劑的床層接觸面，與附帶分離器的汽提塔(7)相連接。
雖然沒有在附圖(圖2和圖3)中描述，圖2和圖3所示裝置的組合形式也在本發(fā)明的范圍內(nèi)，其中附帶分離器的汽提塔的出口與催化劑和吸附劑再生器呈流體接觸，該出口可以依據(jù)催化劑和吸附劑的物理性質(zhì)(尺寸和密度)適當?shù)馗摹?br> 在后附的實例中將以非限制的方式對本發(fā)明作進一步描述，以便更好地理解本發(fā)明。
實例1本實例描述的是前述裝置中表面氣體流度和分離效率之間的關(guān)系。這項研究中采用兩種類型的顆粒，即，砂(sand)的顆粒尺寸在210-350微米之間且顆粒密度為2.6g/cc，以及催化劑的尺寸在40-150微米之間且顆粒密度為1.45g/cc。
本裝置是一套環(huán)流式流化床系統(tǒng)，包括一個直徑為6″、長度為280″的升氣管，具有兩級旋風分離器系統(tǒng)，該系統(tǒng)用來進行氣-固分離，還具有一個內(nèi)徑為20″、長度為100″的分離器容器，該容器帶有一個裝置，氣體從該裝置底部的分配器輸入；該容器還帶有一個用來獲取催化劑-砂混合物的入口；一個出口，用于經(jīng)由上邊的立管帶出催化劑，與升氣管的中間位置流體接觸；還包含有另一個出口，用于分離器容器底部的砂的提取，該出口經(jīng)較低的立管與升氣管相連。
運行結(jié)果是直到達到一種穩(wěn)定狀態(tài)才獲得的，此時固體樣本是沿著分離器長度方向在不同位置采集的。就不同的尺寸分布，對這些樣本進行分析，以確定已發(fā)生的分離量。要獲得100％的分離效率，采集的樣本包含的所有顆粒尺寸均應不低于210微米，亦即，不低于在本實驗中應用的砂的最小分割尺寸。后邊的結(jié)果是在氣體表面流速在0.1-0.4m/s范圍內(nèi)，總存量為260kg，比率為50∶50(催化劑和砂)的情況下獲得的。

當氣體表面速度小于0.03m/s時，顆粒不發(fā)生流化和分離。在氣體表面速度范圍為0.05-0.2m/s時，能實現(xiàn)100％的分離。然而，氣體表面速度超過0.3m/s導致劇烈的起泡和混合。上述研究顯示，有一個最適宜的氣體表面速度，在該速度條件下，實現(xiàn)100％分離是可能的，也能夠保持流態(tài)化條件。有趣的是所有常規(guī)FCC汽提塔都是在氣體表面速度為0.1-0.3m/s范圍內(nèi)運行的。在本發(fā)明中，汽提塔執(zhí)行提取可汽提的烴的功能，也有助于在運行的同一區(qū)域內(nèi)分離固體。氣體表面速度超過0.3m/s導致分離效率降低，是因為催化劑和砂顆粒的劇烈的起泡和混合。
從上述研究可以看出上升的氣泡是顆粒分離的推動力，有助于較大和較密的顆粒經(jīng)過臨時的干擾區(qū)域(即氣泡后面的空間)，優(yōu)先移動到分離器的底部。同樣地，氣泡渦區(qū)(氣泡的頂部)向上的氣流，導致較小和較輕的顆粒達到床層的上部區(qū)域。
當容器內(nèi)的氣體表面速度保持在接近容器內(nèi)的較大和較密的顆粒的最小流化速度值時，就能發(fā)生普通的顆粒分離。有趣的是在以下表格內(nèi)可以看到，在本研究中所應用的尺寸范圍為210-350微米的砂顆粒的最小流化速度范圍為0.06-0.12m/s。順便提及，在氣體表面速度范圍為0.05-0.15m/s時，可以實現(xiàn)100％的分離效率，平均起來，等于砂的最小流化速度。因此，在本發(fā)明中，砂和催化劑顆粒的最小流化速度的差異可以用來使分離效率最大化。

總之，在常規(guī)FCC汽提塔內(nèi)通行的條件將產(chǎn)生汽提，并在操作窗內(nèi)發(fā)生顆粒分離。此實例重點還在于上升的氣泡所產(chǎn)生的推動力導致砂和催化劑顆粒的分離。
實例2本實例闡明了連續(xù)的雙固體處理的優(yōu)點、尤其是釩優(yōu)先沉降到吸附劑顆粒上，因而提高FCC催化劑的活性。
以下所述樣本就是出于這種考慮。
催化劑-A商業(yè)上可用的ReUSY(稀土交換的超穩(wěn)定的釔)基于FCC催化劑的樣本。
吸附劑-BV型收集器商業(yè)用添加劑，其顆粒尺寸范圍為250-350微米。
釩首先沉降(通過采用米切爾微孔體積飽方式)到催化劑A和吸附劑B的混合物上，混合比率是10∶0.6，釩在混合物中的含量為0ppM和10,000ppM。
典型地，甲醇-丙酮-甲苯(MAT)的活性取決于反應器溫度在510℃時的MAT(微活性實驗)、2.5克固體填充物、30秒進料時間和不同的進料速度在不同水平所產(chǎn)生的數(shù)據(jù)。應用的進料是混合進料，該進料用在一個商業(yè)上的FCC單元，該單元含有CCR 0.4重量％，沸點范圍為370-550℃，密度為0.91g/cc。
然后，采用同樣的微孔體積浸入(pore volume impregnation)技術(shù)，釩選擇性地沉降到吸附劑B，含量為0,10000ppM。載滿金屬的吸附劑再和催化劑A以0.6∶10同樣的比例混合。用上述這種固體混合物測量甲醇-丙酮-甲苯(MAT)的活性和產(chǎn)物的選擇性。
相比而言，MAT研究還能只用催化劑A(不添加任何吸附劑)，釩也是0ppM和10,000ppM水平。
可以得出以下結(jié)果MAT活性MAT活性被定義為每110小時重量時空速度(WHSV)獲得的轉(zhuǎn)化，而轉(zhuǎn)化被定義為沸點低于216℃的包括焦炭的產(chǎn)物的重量％。

焦炭的選擇性類似地，如下列給出的，同時結(jié)合固體的有序工藝，焦炭的選擇性與釩一起變化，這里，焦炭的選擇性被定義為焦炭的產(chǎn)率(yield)(給料的重量％)在38重量％的轉(zhuǎn)化水平。

可以觀察到，沒有應用吸附劑，釩的濃度為10,000ppM，有效地將轉(zhuǎn)化從38.6降低到10.1單元，而吸附劑和催化劑合并使用時可以升到16.5。然而，當釩與催化劑混合之前，首先連續(xù)地降到吸附劑上時，固體混合物的轉(zhuǎn)化表現(xiàn)與沒有釩的催化劑時幾乎一樣。類似的情況也可在焦炭的選擇性上觀察到。釩首先連續(xù)地沉降到吸附劑上，能產(chǎn)生與沒有釩的催化劑時幾乎一樣的選擇性。
從上可以明顯看出釩首先有選擇地沉降到吸附劑上的重要性和優(yōu)點。催化劑活性，當釩與實際的催化劑接觸之前首先連續(xù)地沉降到吸附劑上，焦炭和其他產(chǎn)物的選擇性都有明顯的保持。
優(yōu)點以下是本發(fā)明的主要優(yōu)點。
1.在低溫且沒有任何含氧氣體(oxygen containing gas)條件下，進行廢催化劑和焦化吸附劑的分離。在此條件下，從吸附劑到催化劑相沒有釩移動，從而消除金屬毒物對催化劑的反作用。
2.吸附劑在與裂解催化劑接觸之前，首先與殘留物烴在升氣管的底部接觸，收集到大部分進料組分，如存在于殘留物中的鎳，釩和CCR，因而能提高催化劑的壽命和活性。這能有效、經(jīng)濟地提高很重的殘留物進料的處理能力。這些結(jié)果導致催化劑整體能力的提高，并且降低催化劑補充比率。
3.CCR和載滿金屬的吸附劑，能在從附帶分離器的汽提塔或吸附劑再生器中分離蒸汽時提取出來。這類吸附劑包含金屬能夠高達50,000ppM，可以用來提取吸附劑中高價值的釩和鎳。
4.另外，如果殘留物進料保持較高CCR(超過8重量％)，在任何條件下的FCC處理技術(shù)中，都需要大量冷卻催化劑，以避免產(chǎn)生較高的再生器溫度。相比之下，本發(fā)明能很有效地處理進料CCR含量較高的殘留物。吸附劑在升氣管的底部收集大部分進料CCR(約90％)。在這種高CCR含量條件下，首選吸附劑是煅燒的石油焦炭。提取的焦炭蒸汽可用做焦炭氣化器/動力的進料，或者精煉廠之內(nèi)或之外的蒸發(fā)(steam generation)。本發(fā)明這個獨特的特性適應于處理含CCR很高(高達進料量的20重量％)的殘留物，而不必破壞整個單元的熱平衡。
權(quán)利要求
1.一種流化床催化裂解裝置，其中，所述裝置包括一根升氣管(35)，其包含有原料、再生的催化劑和吸附劑，并具有一個用來輸入高速度蒸汽的第一入口裝置(31)，一個用來輸入重新活化的吸附劑的第二入口裝置(61)，一個用來輸入原料的第三入口裝置(32)，該原料中含有重的殘留物部分和較高濃度的康拉孫碳組分及包括釩和鎳的多種金屬、和包括氮的多種附加的有毒物質(zhì)，一個用來輸入再生過的催化劑的第四入口裝置(34)， 一個該升氣管的出口(35A)，該出口與升氣管的終端設備/旋風分離器(39A，39B，40A和40B)相連接，用來促成烴類蒸汽與吸附劑-催化劑混合物分離，該旋風分離器具有的多根浸入管向汽提塔附帶的分離器(37)延伸，將催化劑-吸附劑混合物降至催化劑和吸附劑床的接觸面附近；一個反應器(38)，其包含有上述的旋風分離器和一個出口(41)，該出口用來將烴類蒸汽和蒸汽混合物排出到精餾塔；一個附帶分離器的汽提塔(37)，其設在反應器的底部，用于從廢催化劑和焦化吸附劑混合物中移去可汽提的烴，以及從吸附劑中分離催化劑；上述附帶分離器的汽提塔設有或不設隔板/內(nèi)部零件，該隔板/內(nèi)部零件的底座上有一個入口(36)，用來輸入向上的蒸汽，以便提供足以汽提出所有烴并分離出兩層的固體的表面速度，即廢催化劑層(62)和另一焦化吸附劑層(63)，一個出口設在附帶分離器的汽提塔的底部，該出口用于通過立管(52)經(jīng)閥門裝置(53)輸出焦化吸附劑，另一個出口設在上述焦化吸附劑出口(52)的上方正中的位置，用于通過立管(42)經(jīng)閥門裝置(43)清除廢催化劑；一個吸附劑再生器(54)，設在附帶分離器的汽提塔的較低部分的高度以下，用于接收來自附帶分離器的汽提塔的底部的焦化吸附劑，進而使該吸附劑活化；一個設在吸附劑再生器中的入口(59)，，用于輸入含蒸汽或煤氣的空氣或氧氣，一個出口(60)，該出口和升氣管的第三入口(32)呈流體連接，用于輸入活化后的吸附劑；以及另一出口(57)，設在吸附劑再生器上部，用于排出煙道煤氣；一個催化劑再生器(44)，位于吸附劑再生器的上方且低于附帶分離器的汽提塔的位置上，該催化劑再生器通過立管(42)和附帶分離器的汽提塔相連接，一個入口(49)位于該再生器的底部，用于輸入含煤氣的空氣或氧氣，以便有效地燃燒沉降在催化劑上的焦炭，一個出口(50)，經(jīng)過閥門裝置(51)與升氣管(34)的第四個入口呈流體連接，用于輸入再生后的催化劑；以及另一出口(47)，設在催化劑再生器上部，用于排出煙道煤氣。
2.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，當廢催化劑的顆粒尺寸比焦化吸附劑的顆粒尺寸更大、且更稠密時，附帶分離器的汽提塔的底部和中間位置的出口可以分別與催化劑和吸附劑再生器連接。
3.一種流化床催化裂解裝置，其中，所述裝置包括一根升氣管(5)，其包含有原料、再生的催化劑和吸附劑，并具有用來輸入高速度的蒸汽的第一入口裝置(1)，用來輸入重新活化的吸附劑的第二入口裝置(2)，用來輸入原料的第三入口裝置(3)，該原料中含有重的殘留物部分和較高濃度的康拉孫碳組分和包括釩和鎳的多種金屬、以及包括氮的多種附加的有毒物質(zhì)，用來輸入再生過的催化劑的第四入口裝置(4)，一個升氣管的出口(5A)，該出口與升氣管的終端設備/旋風分離器(9A，9B，10A和10B)相連接，用來促成烴類蒸汽與吸附劑-催化劑混合物分離，旋風分離器的多根浸入管向氣體塔附帶的分離器(7)延伸，將催化劑-吸附劑混合物降至催化劑和吸附劑床的接觸面附近；一個反應器(8)，其包含有上述的旋風分離器和一個出口(11)，該出口用來將烴類蒸汽和蒸汽混合物排出到精餾塔；附帶分離器的汽提塔(7)，設在反應器的底部，用于從廢催化劑和焦化吸附劑混合物中清除可汽提的烴，以及從吸附劑中分離催化劑；上述附帶分離器的汽提塔設有或不設隔板/內(nèi)部零件，在該隔板/內(nèi)部零件的底座上有一個入口(6)，用來輸入向上的蒸汽，以提供足以汽提出所有烴并分離出兩層的固體的表面速度，即廢催化劑層(33)和另一焦化吸附劑層(32)，一個出口裝置(12)設在附帶分離器的汽提塔的底部，該出口用于通過立管經(jīng)閥門裝置(13)輸出廢催化劑，另一個出口裝置(22)在中間的位置，用于通過立管(22)經(jīng)閥門裝置(23)輸出焦化吸附劑；一個吸附劑再生器(24)，設在附帶分離器的汽提塔的較低部分的高度以下，用于接收來自附帶分離器的汽提塔的中間部分的焦化吸附劑，進而使吸附劑活化；一個入口(29)，位于吸附劑再生器上，用于輸入含蒸汽或煤氣的空氣或氧氣，一個出口裝置(30)，該出口和升氣管的第二個入口裝置(2)經(jīng)立管(31)呈流體連接，用于輸入活化后的吸附劑；另一出口裝置(27)設在吸附劑再生器上部，用于排出煙道煤氣；一個催化劑再生器(14)，位于吸附劑再生器的上方，該催化劑再生器和附帶分離器的汽提塔相連接，一個入口(19)，位于再生器的底部，用于輸入含煤氣的空氣或氧氣，以便有效的燃燒沉降在催化劑上的焦炭，一個出口(20)，經(jīng)過閥門裝置(21)與升氣管的第四入口(4)呈流體連接，用于輸入再生后的催化劑；以及另一出口(17)，設在催化劑再生器上部，用于排出煙道煤氣。
4.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，廢催化劑的顆粒尺寸比焦化吸附劑的顆粒尺寸小。
5.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，裂解催化劑的顆粒尺寸范圍為20-200微米，且顆粒密度范圍為1.0-1.8g/cc。
6.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，吸附劑的顆粒尺寸范圍為200-500微米，且密度范圍為1.5-3.0g/cc。
7.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，催化劑再生器具有兩級旋風分離器裝置(55和66)，用于分離吸附劑顆粒和煙道煤氣。
8.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，吸附劑再生器帶有吸附劑冷卻裝置(58)，用于從吸附劑再生床清除剩余熱量。
9.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，催化劑再生器具有兩級旋風分離器裝置(45和46)，用于分離催化劑顆粒和煙道煤氣。
10.如權(quán)利要求1所述的裝置，其中，一部分焦化的吸附劑不需經(jīng)過再活化工序，直接從附帶分離器的汽提塔出口(52)經(jīng)立管(60A)輸送到升氣管。
11.如權(quán)利要求3所述的裝置，其中，廢催化劑的顆粒尺寸大于結(jié)焦的吸附劑的顆粒尺寸。
12.如權(quán)利要求3所述的裝置，其中，裂解催化劑的顆粒尺寸范圍為200-500微米，且顆粒密度范圍為1.5-3.0g/cc。
13.如權(quán)利要求3所述的裝置，其中，吸附劑的顆粒尺寸范圍為20-200微米，且顆粒密度范圍為1.0-1.8g/cc。
14.如權(quán)利要求3所述的裝置，其中，一部分焦化的吸附劑不需經(jīng)過再活化工序，直接從附帶分離器的汽提塔出口(22)經(jīng)立管(30A)輸送到升氣管。
15.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，廢催化劑和焦化吸附劑混合物攜帶的烴的汽提、以及廢催化劑和焦化吸附劑的分離，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)同時進行。
16.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)上升的泡沫是顆粒分離的動力。
17.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的表面氣體速度范圍為0.05-0.4m/s，供顆粒分離的優(yōu)選范圍為0.10-0.20m/s。
18.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的氣體表面速度的變化范圍，是確保流化和分離較大和較密集顆粒的流體化最小速度的±20％。
19.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，在吸附劑再生器內(nèi)的表面速度范圍為0.5-2.0m/s，優(yōu)選的速度范圍為0.8-1.5m/s。
20.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，即使在常規(guī)流體催化裂解汽提塔的主要的操作條件下，也能實現(xiàn)催化劑和吸附劑100％的分離。
21.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，較小和較輕顆粒、及較大和較重的顆粒在最小流化速度上的差異被用于實現(xiàn)所要求的分離。
22.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，從附帶分離器的汽提塔內(nèi)的廢催化劑中分離出的焦化吸附劑，是處在還原環(huán)境中，以消除對催化劑的反作用，該反作用包括釩對沸石結(jié)構(gòu)的破壞。
23.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，升氣管沿著附帶分離器的汽提塔貫穿延伸，伴隨著烴類氣體從催化劑-吸附劑混合物中、或者是一個外部升氣管中的分離。
24.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，進入升氣管的吸附劑的質(zhì)量流速能夠使吸附劑所攜帶熱量足以蒸發(fā)重的烴類進料，吸附劑的質(zhì)量流速范圍為總循環(huán)固體量的20-60重量％。
25.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，上述吸附劑包括微球體和一種以選擇性地清除金屬和進料CCR的底部裂解助劑，該微球體選自煅燒粘土，煅燒和粉碎焦炭，鎂的氧化物，硅酸-氧化鋁。
26.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，上述催化劑選自稀土金屬交換的釔沸石，超穩(wěn)定釔沸石，非結(jié)晶酸的基質(zhì)和選自ZSM-5的其他沸石。
27.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，在上述吸附劑再生器內(nèi)，進行部分燃燒和受控制的燃燒以防止溫度偏離超過690℃，以延長吸附劑的壽命。
28.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，升氣管的浸入管末端裝置/反應器旋風分離器，設于附帶分離器的汽提塔內(nèi)的廢催化劑和焦化吸附劑混合物的表面。
29.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，廢催化劑和焦化吸附劑混合物攜帶的烴的汽提、以及廢催化劑和焦化吸附劑的分離，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)同時進行。
30.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，上述附帶分離器的汽提塔具有或不具有擋板/內(nèi)部零件。
31.如權(quán)利要求1和3所述的裝置，其中，立管上安裝的閥門裝置為滑閥。
32.一種流化催化裂解工藝，該工藝用于將含有較高濃度的康拉孫碳組分、以及包括鎳、釩、堿性氮等金屬的烴類殘留物轉(zhuǎn)化為較輕的產(chǎn)物，其中催化劑的顆粒尺寸小于且輕于吸附劑的顆粒尺寸，其中該工藝包括以下步驟a)將重的殘留物進料和熱吸附劑接觸，所述吸附劑被從升氣管的底部和蒸汽一起提升以實現(xiàn)接觸，使得重的殘留物除去所有雜質(zhì)；b)將除去雜質(zhì)的進料和催化劑在升氣管的中間部分接觸，產(chǎn)生催化裂解反應；c)將蒸發(fā)產(chǎn)物、廢催化劑和焦化吸附劑混合物由氣動送至升氣管的頂部；d)在升氣管末端裝置內(nèi)，從烴類蒸汽產(chǎn)品中分離催化劑和吸附劑；e)兩種不同層的廢催化劑和焦化吸附劑根據(jù)它們在顆粒尺寸、密度和最小流化速度上的差異，通過使用蒸汽，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)，反應器下方的該汽提塔中低溫下將廢催化劑和焦化吸附劑分離，以實現(xiàn)將較重的焦化吸附劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的底部，而較輕的廢催化劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的中部，而所有可汽提的填隙烴，在上述附帶分離器的汽提塔內(nèi)被從裂解催化劑和吸附劑中汽提走；f)將焦化吸附劑送入吸附劑再生器內(nèi)再活化，通過使用含有煤氣的空氣或氧氣，部分或全部地清除焦炭；g)將活化后的吸附劑輸送到升氣管；h)將部分或全部未經(jīng)活化的焦化吸附劑輸送到升氣管；i)將廢催化劑輸送到催化劑再生器內(nèi)，利用空氣、氧氣或含煤氣的氧氣進行催化劑的部分或全部再生；j)將再生過的催化劑輸送到所述的升氣管。
33.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，兩種不同的廢催化劑和焦化吸附劑根據(jù)它們在顆粒尺寸，密度和最小流化速度上的差異，通過使用蒸汽，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)在反應器下方的汽提塔在低溫下分離廢催化劑和焦化吸附劑，完成步驟(e)以實現(xiàn)將較重的廢催化劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的底部，而較輕的焦化吸附劑顆粒沉降到附帶分離器的汽提塔的中部，而所有可汽提的填隙烴會在上述附帶分離器的汽提塔內(nèi)被從裂解催化劑和吸附劑中汽提走。
34.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，在附帶分離器的汽提塔內(nèi)的蒸汽的表面速度保持在0.05-0.4范圍內(nèi)，優(yōu)選范圍為0.10-0.20m/s，以供有效地汽提和顆粒的分離。
35.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，在吸附劑再生器和催化劑再生器內(nèi)的表面速度維持在0.5-2.0m/s范圍內(nèi)，優(yōu)選范圍為0.8-1.5m/s。
36.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，所述吸附劑是被煅燒成的焦炭，用于含有康拉孫碳組分(CCR)的范圍為8重量％-20重量％的重的進料。
37.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，在450-600℃的低溫范圍內(nèi)缺氧條件下，于附帶分離器的汽提塔內(nèi)分離廢催化劑和焦化吸附劑，以避免釩從吸附劑轉(zhuǎn)移到催化劑中。
38.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，用于含有超過8％的很高的CCR的殘留物進料的優(yōu)選的吸附劑為被煅燒的石油焦炭，其具有優(yōu)良的耐磨耗性。
39.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，特別是當處理殘油CCR含量高于8重量％時，從吸附劑再生器撤出凈的焦炭蒸汽。
40.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，從系統(tǒng)中撤出一種凈的焦化吸附劑蒸汽，以在康拉孫碳組分高于20重量％時，容易地維持熱平衡。
41.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，保持空氣實現(xiàn)催化劑再生器中的完全燃燒，而再生催化劑的優(yōu)選焦炭含量為低于0.1重量％，使得再生器溫度被控制在730-750℃以內(nèi)。
42.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，來自汽提塔的焦化吸附劑不需再活化即可直接循環(huán)使用。
43.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，殘留物進料含有非常高的CCR，達到進料量的20％，該種進料不需要打破單元的熱平衡被處理，也不必采取催化劑冷卻方式。
44.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，康拉孫焦炭和載滿金屬的吸附劑能夠在從附帶分離器的汽提塔或從附帶催化劑的吸附劑分離器中作為分離蒸汽而被撤出，該種吸附劑含金屬量高達35,000ppM，用于從吸附劑中提取具有高價值的釩和鎳。
45.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，吸附劑選自氧化鎂、硅土氧化鎂、高嶺土粘土、氧化鋁、硅土氧化鋁和它們的具有酸性和非酸性性質(zhì)的混合物。
46.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，所述工藝能處理進料含鎳量可達40ppM。
47.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，所述工藝能處理平衡態(tài)的催化劑的含鎳量可達15000ppM。
48.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，所述工藝能處理進料含釩量可達60ppM。
49.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，所述工藝能處理平衡態(tài)的催化劑的含釩量可達20000ppM。
50.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，在升氣管底部段，從吸附劑入口點到催化劑入口點的總滯留時間是在升氣管總滯留時間的10-40％范圍內(nèi)。
51.如權(quán)利要求32所述的工藝，其中，根據(jù)操作的嚴格程度，催化劑在升氣管的滯留時間維持在1-15秒之間，優(yōu)選為3-8秒之間。
全文摘要
本發(fā)明提供一種殘油裂解裝置及其工藝，該裝置包括一個升氣管，一個反應器，一個附帶分離器的汽提塔，該汽提塔具有可調(diào)節(jié)的出口，其與吸附劑和催化劑的再生器有流體傳遞，可用于將含有較高濃度的康拉孫碳組分以及毒性金屬如鎳和釩和堿性氮等的烴類殘留物，轉(zhuǎn)化為較輕的和有價值的產(chǎn)物。
文檔編號C10G55/00GK1461798SQ0212194
公開日2003年12月17日 申請日期2002年5月28日 優(yōu)先權(quán)日2002年5月28日
發(fā)明者K·潘卡耶, R·R·馬里, D·J·庫馬爾, S·L·拉爾, S·曼達爾, S·馬希加, S·高希 申請人:印度石油有限公司