專利名稱:催化裂解碳氫化合物的預處理方法
本發(fā)明是關于商業(yè)用烴燃料(例如汽油)的生產，特別是關于用催化裂解過程生產汽油和其它烴燃料。更準確地說，本發(fā)明是涉及從殘油生產汽油，先將殘油在熱再生裂解過程中進行預處理，最后進行催化裂解。
商業(yè)用烴燃料(例如汽油)，都是由較重的烴原料所制造出來。一般來說，烴原料是來自自然界，因此是含有多種碳氫化合物的混合體，這些碳氫化合物的分子量各異，有寬的沸點溫度范圍。來自自然界的烴一般也含有雜質。
生產商業(yè)用燃料(例如汽油)的工藝于過去多年來已高度發(fā)展。一般來說，生產汽油的過程是催化裂解過程，烴進料與催化劑一起送入高溫反應器中，使烴進料氣化，把重分子裂解為適宜商用的燃料沸點范圍內的較小分子。催化裂解的反應器可以是固定床反應器或是提升管反應器，在反應器內進料與催化劑在高溫下並流，歷時足以完成所需的裂解過程。
裂解過程后，必須把催化劑從反應過的烴產品中分離出來，通常是先將其再生，並再循環(huán)到反應器內繼續(xù)使用。
所有天然存在的烴原料都含有成焦物質、硫及金屬等，輕的重的都會污染催化裂解過程中的催化劑。較重的烴通常含有大量的易生焦物質(瀝青質、聚多環(huán)芳烴等等)和不易用任何現有預處理方法除去的重金屬等等。
因此，用含有較少污染物的低沸點的烴作催化裂解進料是很有利的。但是，隨著天然低沸點的烴被消耗掉，石油業(yè)開始使用較重質的烴，也就是殘油。作為殘油的烴原料通常包括蒸去輕質油的殘余原油、常壓塔底油、拔頂原油、減壓塔底油和絕大部分其它比粗柴油重的碳氫化合物。
已發(fā)展了許多加工途徑，可在主工藝中的裂解之前，預處理這些殘油。溶劑脫瀝青、流化或延遲焦化和加氫處理法等是現時提高用於催化裂解過程的殘油品質的預處理法。
溶劑脫瀝青、流化或延遲焦化等實際上都是脫碳的過程。由于這些過程所涉及的溫度及逗留時間問題，就大大損失了在最初原料的沸點范圍內沸騰的物質，同時也發(fā)生相當程度的熱降解和分子重排。
加氫處理法導致產生過量輕質氣態(tài)的烴產物，並且因為殘油內所含雜質的毒害性，氫氣和催化劑的費用將會十分昂貴。
本發(fā)明的一個目的，是基本上脫掉烴原料中，特別是殘油中的重金屬雜質、硫和絕大部分的易生焦物質(瀝青質、多環(huán)芳烴)等。
本發(fā)明的另一目的，是提供一預處理法，使一般的烴原料內，特別是殘油內的雜質能被除去，而對通常是液態(tài)碳氫化合物的成份損害最小。
本發(fā)明的另一目的，是提供一個過程，使易生焦物質、硫和重金屬雜質等從殘油中除去，使制取的進料可以在催化反應器內裂解，以產生汽油。
另外一個目的則是把在烴預處理過程中，由焦炭和輕質氣體所引起的氫氣損失減至最低。
本發(fā)明的過程，是要在高溫下使烴進料(例如殘油)和微粒狀固體間有充分的和很短暫的接觸，以氣化出有價值的各種油料。含有大量的進料雜質(就是金屬、碳渣等等)的非揮發(fā)性物質，將化為焦化產物及附在固體上的焦炭，並在再生器內焚燒，給過程供熱。反應器內停留時間是0.05秒至0.50秒，最好是0.05至0.20秒，使被氣化油的氣相裂解減至最低;而溫度范圍則是850°F至1200°F，以達最高度的氣化，又以1000°F至1200°F為最佳;壓力則是0psig至350psig。固體與烴的重量比例是3至60，最好用5至30。本過程可有效地在熱再生裂解反應器(TRC)系統(tǒng)內進行，固體和重質烴進料，是經由一充分混拌室，送入輸送線反應器的頂部。輸送線反應器的下端是分離區(qū)，在這里預處理過的氣體和固體，被迅速地及有效地分離，氣體接著被直接送入催化裂解反應器內，或被貯存作將來裂解之用。
分離后，除去微粒狀固體上附著的氣態(tài)碳氫化合物，然后經運輸線送到加熱收集器。固體上附著的沉淀物在輸送線或加熱收集器內被燒去，以供應輸送線反應器所需要的熱。燃燒焦炭所產生的煙道氣，將含有從重烴中所除去的硫、各種氧化碳(例如一氧化碳、二氧化碳)和水蒸氣。硫是在下游用傳統(tǒng)的硫回收裝置回收，而一氧化碳，如果有的話，被輸送到熱生產設備作燃料燃燒用。
本發(fā)明的一種實例，包括將烴預處理過程與催化裂解反應器緊密相連。TRC預處理系統(tǒng)的產品是溫度在700°F至1100°F之間的氣體。這氣體被輸送到催化裂解反應器，其內的催化劑顆粒溫度是1000至1700°F，比率是1磅氣體進料對0.1至20磅催化劑。這種緊密相連的方案排除進料氣化的要求，因此能更有效率地利用能量及改善催化裂解。
參閱附圖一，就可更容易了解本發(fā)明。
圖1是烴進料預處理系統(tǒng)的過程和設備的整體示意圖。
圖2是有關烴進料預處理系統(tǒng)和催化裂解系統(tǒng)的過程和設備的整體示意圖。
圖3是烴預處理系統(tǒng)的一種TRC反應器的垂直斷面圖。
圖4是烴預處理系統(tǒng)的TRC分離器的斷面圖。
圖5是圖4的5-5線部分的斷面圖。
本發(fā)明的過程主要是用作重烴進料的預處理，使催化裂解能產生各種商用燃料，例如汽油。預處理設計是用于殘油，它比較重，沸點高于粗柴油。但是，本過程也適合用來預處理任何含有硫、重金屬或易生焦物質的烴進料。
如圖1所示，烴進料預處理系統(tǒng)2主要包括一個反應加料器4，一個輸送線反應器6，一個分離器8，一個汽提塔10，一輸送線12和流化床接收器14。輸送線12也可有夾帶床加熱器16。
在烴進料預處理過程中，微粒狀固體被加熱至1800°F，經反應加料器4(圖3詳細展示)，與烴進料同時送到反應器6。使反應加料器4內的微粒狀固體發(fā)生初步局部流化的水蒸氣，是經由管18，輸送到反應加料器4的。
烴進料是經由管20輸送到反應器6的。烴進料先被預熱到200°F至1000°F，最好是600°F至800°F，才輸送到反應器6。在反應器6內微粒狀固體和烴進料的重量比例是3比60，較好是5比30，最好則是5比15，使其能達到900°F至1200°F的反應溫度，並且最好為1000°F至1200°F。
進料在反應器6內的停留時間是0.05至0.50秒，最好是0.05至0.20秒。反應器內壓力則是0至350psig。
在此之后，微粒狀固體與反應產物將在分離器8內分離，詳情見于圖4。
經旋風分離器24離開分離器8的塔頂餾出物，立即被驟冷至650至850°F，最好是750°F至800°F，以中止裂解反應。驟冷可由直接驟冷或非直接驟冷來實現。初步的直接驟冷是經由管36輸送驟冷介質到塔頂管22來完成，隨后才是管34的最后驟冷。
從分離器8出來的塔頂餾出氣態(tài)產品，經管22被輸送到旋風分離器24，以去除所夾帶的固體顆粒。從分離器8來的微粒狀固體，經過管26，去汽提塔10。在旋風分離器24中從氣態(tài)塔頂餾出物所分離出來的微粒狀固體，經由另一管線29，也輸送到汽提塔10。
把惰性氣體，例如是水蒸氣，經由管28，輸到汽提塔一收集器10。水蒸氣的溫度約為300°F至900°F，壓力是10至100psig。在汽提塔一收集器10內，水蒸氣穿過微粒狀固體床，以解吸固體上的雜質，再與雜質一起經排出管30;由塔頂離開。
已汽提凈化過的惰性顆粒，被經由管32進入輸送管12的載氣帶進管12。微粒狀固體可在輸送管12內由燃燒微粒狀固體上的碳(焦炭)，或是在流化床加熱器14內進行再加熱。在本發(fā)明的工藝過程中，固體上的焦炭含量是烴進料重量的2至8%。從汽提塔一收集器排出的微粒狀固體，溫度是900°F至1200°F。焦炭的燃燒使微粒狀固體在送至反應器時，溫度已升達1200°F至1400°F。在本發(fā)明的工藝過程中，較好的微粒狀固體與進料的重量比例是5比30，最好是5比15。
經管34離開旋風分離塔24的塔頂餾出物，與任何其它已知的殘油預處理法相比，含有較多原來進料(沸點在650°F或以上)的物料，而焦炭及輕質氣體較少。
圖2的實例中，TRC預處理過程系統(tǒng)和催化裂解反應器系統(tǒng)40緊密相聯(lián)。催化裂解反應器系統(tǒng)40可以是任何一種類型，但是，作為參考系統(tǒng)將美國專利第4，332，674、4，336，160、4，331，533號的流化床催化裂解(FCC)反應器-再生器列於圖2是特別適合的。
這FCC系統(tǒng)40主要包括一個提升管反應器42，一個用過的催化劑的再生裝置44和一個汽提塔46。經再生的催化劑，經由管48輸送到提升管反應器42，而預處理過的烴進料，將由預處理系統(tǒng)2，經管34，輸送到反應器42。催化劑和烴進料，向上通過提升管反應器，在排出后被分離，而用過的固態(tài)催化劑反向向下至汽提塔46，再經過管50，進入再生裝置44的第一步再生容器52。
圖2的預處理系統(tǒng)2是和圖1的預處理系統(tǒng)一樣，熱固體與進料重量比例是3至60，以20至30較佳;反應溫度是800°F至1300°F;反應器壓力是10psig至100psig。
在第一步再生器52中，用過的催化劑達到部分再生，它是用由管54輸入的缺氧的再生氣體，部分燃燒附在已用過的催化劑上的碳而達到的。部分再生的催化劑，經過提升管56，送入第二步再生器58，在這里經管60引入富氧氣流，在高溫下使催化劑完全再生。從第一步再生器52經管62取得富CO的燃料氣體，以作輔助裝置的燃料。從第二步再生器來的煙道氣，基本上不含CO，可排到大氣中。
從反應器提升管42來的裂化產品，將與廢催化劑分離，經管64由塔頂引出作進一步處理。
在圖2的過程中，烴進料是先在反應器6內預熱，溫度是850°F至1200°F，以900°F至1100°F為較佳;停留時間是0.05至0.50秒，以0.05至0.20秒為較佳;固體與進料重量比例則是3比60，以5比30為較好。在分離器8內，裂化產品與微粒狀固體分離開，產品直接送至催化裂解單元的提升管反應器42中。
從分離器8排出的惰性固體，附著其表面的碳是2至10重量%。
反應產物是經塔頂管34，在700°F至1100°F的溫度下，直接輸到催化裂解反應器42。1000°F至1700°F的催化劑，以0.1比20的催化劑與進料的重量比例，和預處理系統(tǒng)2的反應產物一起輸進催化反應器42。
反應產物在950至1150°F，0psig至350psig壓力下，在0.1至2.0秒內催化裂解。
催化劑上的焦炭含量，是進料重量的0至5%或更多。
本發(fā)明的過程取決于為TRC工藝所發(fā)展的設備。美國發(fā)明專利第4，318，800;4，370，303;4，338，187;4，325，728，4，288，235號公開了TRC工藝和設備，並引錄在此以作參考。
TRC處理系統(tǒng)的反應加料器，特別適合用于本系統(tǒng)，原因是它能迅速地混合烴進料和微粒狀固體。反應加料器在原來著述中是用於氣體進料的，因此用於液體進料時，可能需要適當的變更。如圖3所示，反應加料器4把微粒狀固體從固體收集器70，經垂直輸出導管72，送至反應器6，同時也輸送烴進料到反應器6，烴進料的方向與從管道72排出的微粒狀固體的路徑成某一角度。經環(huán)形進料管76輸送烴到環(huán)狀室74，環(huán)狀室的終端位於有斜角的出口78處。一混拌折流板或塞子80亦有助於烴進料和微粒狀固體迅速和緊密地混和。有斜角的出口78的邊緣79最好向中心傾斜，就如導管72的反應器那端的邊緣79一樣。這樣，由室74來的氣流，將成斜角地注進混合區(qū)，切入從導管72流出的固體。氣流的噴射，可形成如虛線77所示的圓錐形狀，旋渦心是在固體流徑的下面。傾角式地注入氣相，可使兩相迅速及均勻地混和，形成一均勻的反應相。固體相與氣相的混合，是固體和氣相間的切變表面及流動面積的函數。當切變表面與流動面積的比例(S/A)是無限大時，混和就是絕對完美;當固體沿反應區(qū)的壁注入時，混合最差。本發(fā)明的系統(tǒng)，氣流是環(huán)形地注入固體，以保證有高切變面積。如最佳設計，氣相橫向通過環(huán)狀加料裝置，以達各相互相穿透，收到均勻及迅速的混和效果。使用一組環(huán)形的氣體進料點，和多個固態(tài)進料導管，可迅速達到更好更均勻的混合，因為在不變的固體流面積使表面與面積的比例增加了。已知混和度亦是混和區(qū)的L/D的函數。塞子能有效地縮小直徑D而不改變L，因此可以增加混合程度。
塞子80減小流動面積，又形成不連續(xù)的混合區(qū)。圍繞每一固體進料點的環(huán)形氣流的引入，加上狹窄的不連續(xù)的混合區(qū)，就大大改進了混合的條件。利用最佳設計，可在極短的時間內，在反應區(qū)，獲得很均勻的反應相。因此，這種最佳的氣體和固體的加入方法，可用于停留時間短于1秒，甚至短于100毫秒的反應體系。
由于反應器6和反應加料器4的介質環(huán)境，它們的壁都鋪上一層陶瓷質的內壁81。美國發(fā)明專利第4，388，187號更詳述了此反應加料器，並引錄在此作為參考。
圖4所示的TRC系統(tǒng)的分離器8，可用來把從反應器6排出的裂化產品及微粒狀固體，迅速地及不連續(xù)地分離。分離器8的入口，是直接在直角角棱90之上，微粒狀固體92將堆集在這里。在角棱90的下游，有一堰94，可便於固體92的堆積。分離器8的氣體出口22，與分離器的氣體一固體入口96成180°，而固體出口26，則是和氣體出口22的方向正好相反，又處于氣體出口22和堰94的下游。操作時，離心力驅使固體顆粒落到與室93的進口96相對的壁上，而有較小動量的氣體部分，會流過室93的蒸氣空間。開始時，固體撞擊進口96對面的壁上，然后堆積形成一靜止固體床92，它最后形成的表面呈約90°圓弧的曲線構型。撞擊床92的固體，沿著這曲線弧狀表面走向固體出口95，出口的方向最好能便於由重力使固體向下流?；∶娴木_形狀是由分離器的幾何形狀、注入流的參數如速度、質量流量、體積密度、顆粒大小等所決定。由于進入的固體所帶的沖力是指向靜止床92而非分離器8本身，所以磨損十分輕微。對分離器效率所下的定義，是經出口97離去的氣體內的固體的去除效用，因此，這效率不受高的入口速度(可高達150呎/秒)所影響，同時，分離器8也可在寬的稀釋相密度范圍內操作，最好是0.1至10.0磅/立方呎之間。本發(fā)明的分離器效率可達約80%，而最佳設計，可以達到去除90%以上的固體。
已知分離器的效率決取于其幾何形狀，特別是流徑必須基本上是長方形，並且在流徑高度H和氣流的U形彎曲的銳度之間，存在著一最佳關系。
已知如給定室93的高度H，當入口96和出口97之間的180°U形彎曲逐漸移近入口96時效率增加。因此，在某一H值，流徑縮短就可使分離器效率增高，停留時間也縮短。假定入口96的內徑是Di，入口96和出口97的中心線的線間距離CL最好不超過40Di，而最佳的中心線間的距離在1.5和2.5Di之間。低于1.5Di時可得較好的分離，但制造困難，使這種設計在大部分情況下都缺乏吸引力。在需要這種設計時，分離器8大概需要整體鑄造，因為入口96和出口97非常接近，不可能用焊接法來制造。
已知流徑高度H至少應等于Di或是4吋，並取數值較大者。由經驗可知，如果H小於Di或小於4吋，則入口流將易於擾動固體床92，于是經由出口97離開的氣體中，會夾帶固體。H最好約等於兩倍Di，這樣可得到更大的分離效率。雖然對H值沒有限制，但很明顯，太大的H值最終只會增加停留時間，但效率并無實質改善。流徑的闊度W，是以0.75至1.25倍Di比較好，最好是在0.9至1.10Di之間。
出口97可取任何內徑值。但是，速度高于75呎/秒時可引起磨損，這是因為氣體帶有殘余固體。出口97的內徑的選定，應該使圖1所示的汽提器10和分離器8之間，有壓力差存在，使在固體出口管26內，形成靜態(tài)高度的固體柱，它能起有效的密封作用，可防止氣體進入汽提器10。汽提器10和分離器8之間的壓力差的大小，是決定于移動流體中的固體到固體出口95所需的力量和管26內固體的高度。如壓差增加，流向汽提器10的氣體凈流量將會減少。有重力沖量的固體，能克服這壓差，氣體則由氣體出口離開。
圖5展示圖4的分離器沿5-5切面的剖面圖。重要的是縱向旁壁101和102應該是直線的，或如虛線101a和102a所示的略帶弧形。因此，通過分離器8的流徑，橫切面基本上是長方形，高度是H，寬度是W(如圖5所示)。圖5所示的設計，可調整壁101和102上的襯里厚度，來決定流徑的形狀。另外，也可用折流板、插入件、堰、或用其它辦法。同樣地，可用類似方法設計橫切流徑的壁103和104的形狀，雖然這并不重要。
分離器殼體和入孔，最好用抗磨損襯里105，這樣在遇到高速度的固體時也沒有問題。常見的市售抗磨損襯里，包括金剛砂預制碳化硅D，金剛砂預制Alfrax201或同類制品。如分離器在高溫下工作，可以在其殼體和襯里105之間置入一層絕熱襯里106，又可在入孔和相應的抗磨損襯里之間置入絕熱襯里106。因此，過程溫度可以超過1500°F(870℃)。
美國發(fā)明專利第4，288，235號詳細描述分離器8的各部分，本文在此引入以供參考。
例1以下是本發(fā)明的烴預處理過程(如圖1的)的例子如果把阿拉伯重質常壓蒸餾塔底油(ATB)，API＝126，蘭氏法含碳量＝13.3%，金屬含量＝125PPM，輸進反應器6，過程條件是反應器停留時間＝0.20秒反應器溫度＝1100°F反應器壓力＝20psig再生的固體的溫度＝1300°F固體與進料比例(重量計)＝8管22得到的產品產率將是C4和更輕的 3.1
汽油 7.1LGO(輕粗柴油) 8.0HGO(重粗柴油) 76.1焦炭 5.7HGO內的各金屬含量 8PPM傳統(tǒng)預處理過程，操作溫度是950°F、反應器停留時間為2.5秒、壓力為20psig，水蒸氣與進料重量比率是0.2，采用相同原料其產率為C45.8汽油 13.3LGO(分子量400～650) 15.0HGO(分子量650+) 55.25焦炭 10.64HGO內的各金屬含量 11PPM例2圖2的密切配合過程的好處，可從下面見到。
如把經本發(fā)明的預處理過程制成的產品，不經驟冷就直接輸到提升管反應器42，並在下列條件催化裂解送至提升器的經預處理過的烴 1100°F催化固體 1530°F催化劑對烴的重量比例 1∶1反應器的出口溫度 970°F壓力 20psig水加進提升管反應器的速度是使反應器出口的溫度維持在970°F。
催化裂解的產品和傳統(tǒng)的FCC過程的產品的產率比較是圖2的過程 傳統(tǒng)的過程C4及更輕的 17.1 19.1C5汽油 50.3 44.6LCO(400°F-650°F) 17.4 14.3HCO(650°F+) 7.0 8.7焦炭 8.2 13.3把反應器6出來的熱裂解產品，不經驟冷，就直接輸至提升管反應器42，可顯著增加圖2所示過程的好處。進入提升管反應器的產品被氣化，並在焦化前就開始了重烴的催化裂解。
權利要求
1.預處理重烴原料以生產液體烴燃料的方法，包括的步驟有(a)輸送重烴原料到一個管狀的熱預處理反應器；(b)輸送熱微粒狀固體到管狀的熱預處理反應器；(c)在900°F至1200°F之間的溫度下，氣化重烴原料；停留時間是0.05秒至0.50秒。
2.根據權利要求
1的方法，還包括下列步驟，由燃燒在預處理過程中在顆粒上形成的碳，使微粒狀固體的溫度加熱至1800°F;把微粒狀固體輸送到管狀的熱預處理反應器，其固體與重烴進料的重量比例是3比60。
3.根據權利要求
1的方法，其重烴進料是殘油。
4.根據權利要求
1的方法，其過程產品被驟冷至850°F以下。
5.根據權利要求
1的方法，其反應條件為1000°F至1200°F之間的氣化溫度，和0.05至0.20秒的停留時間。
6.根據權利要求
5的方法，其反應條件包括固體與進料的重量比例是5比30，碳氫化合物進料是被預熱到600°F至800°F之間。
7.根據權利要求
1的方法，其烴進料是阿拉伯常壓蒸餾塔底渡，反應條件為約1100°F的溫度;約0.20秒的停留時間;約20psig的反應器壓力;固體與進料的重量比例大約是8。
8.根據權利要求
1的方法，還包括把由熱預處理反應器分離出來的氣體，立刻輸送到催化裂解器的步驟。
9.根據權利要求
8的方法，其催化裂解器的操作條件，包括反應器出口溫度是大約970°F。
10.根據權利要求
9的方法，其催化裂解器的操作條件包括20psig的反應器壓力;在輸進催化反應器時，催化固體的溫度是1530°F;從熱預處理反應器出來的氣體，溫度大約是1100°F;進入催化反應器的催化固體與經熱預處理過的氣體的進料重量比例大約是1;輸水進催化反應器，使催化裂解溫度維持在大約970°F。
11.根據權利要求
10的方法，其重烴進料是殘油。
12.根據權利要求
1的方法，其烴進料和熱微粒狀固體，經由反應加料器輸送到管狀裂解反應器。反應進料器包括與管狀裂解反應器垂直通道;熱固體容器內的固體;垂直通道上的使固體產生局部流化的裝置;輸送重烴到管狀反應器的裝置，它使重烴的注入方向與進入管狀反應器的微粒狀固體的途徑成某一角度。
13.根據權利要求
1的方法，其微粒狀固體和預處理產品氣體在分離器內分開。微粒狀固體和預處理過的產品氣體經分離器入口進入分離器，並轉向90°;預處理過的產品氣體再轉向90°，這樣其方向就與原來入口方向成了180°，即剛好相反;微粒狀固鞏體都繼續(xù)以與入口成90°角的方向移動，然后其路徑變成向下。
14.根據權利要求
1的方法，其微粒狀固體和預處理過的產品氣體在分離器中分開，此分離器為一箱室，可迅速把大約80%的微粒狀固體，從流入的混合相流體中除去，此箱室有大致垂直的旁壁，可形成高度為H和闊度為W的約略長方形截面的流徑，此箱室有一內徑為Di的混合相入口、一個氣體出口和一個固體出口，此入口是在箱室的一端，與流徑成90°角，又流徑的高度H至小是等于Di或是4吋(取數值較大者)，闊度W不小于0.75Di，但不大于1.25Di，而固體出口是位于室的另一端，其方向排列可使固體利用其重量向下排出，氣體出口和入口的中心線，距離不超過4Di，氣體出口的方位是要使氣體流動方向有180°的改變，使得總離心力能把輸入流中所帶的固體顆粒引向入口對面的室壁上，並在那里維持基本上是靜態(tài)的固體床，床的表面呈90°圓弧的曲線構型，使固體能流向固體出口。
15.預處理用於生產液體烴燃料的重烴原料的工藝過程，包括以下步驟(a)把重烴原料輸送到一個管狀的熱預處理反應器;(b)把熱微粒狀固體輸送到管狀的熱預處理反應器;(c)預處理重烴原料的溫度為900°F至1200°F;停留時間是0.05秒至0.50秒;(d)從熱預處理反應器分離出的經預處理過的氣體，直接輸送到催化反應器;和(e)催化裂解來自熱預處理反應器的經預處理過的流出物。
16.根據權利要求
15的過程，其催化裂解條件，包括反應器出口溫度為950°F至1150°F。
17.根據權利要求
16的過程，其催化裂解器的工藝條件，包括反應器壓力為0至350psig;輸送到反應器的催化劑固體的溫度為1000°F至1700°F;進入催化裂解的催化劑固體和熱預處理過的氣體的進料比例是0.1比20。
18.根據權利要求
15的過程，其催化裂解條件包括催化反應器出口溫度約為970°F;反應器壓力約為20psig;催化劑固體進入催化反應器時，其溫度約為1530°F;從熱預處理反應器出來的氣體，其溫度約為1100°F;進入催化反應器的催化劑固體與熱預處理過的氣體進料的重量比例約為1;注水進催化反應器，使催化裂解溫度維持在約970°F。
專利摘要
一個用熱再生氣化和短停留時間預處理法來預處理殘油，并將熱再生預處理過程所得的預處理流出物加以催化裂解的方法。
文檔編號C10G11/14GK85100798SQ85100798
公開日1987年1月17日 申請日期1985年4月1日
發(fā)明者阿克賽R·約翰遜, 約瑟夫L·路斯, 丹尼斯J·敦肯, 艾德維J·巴塞勒 申請人:史東及韋伯斯特工程公司導出引文BiBTeX, EndNote, RefMan