专利名称：从残油或其它重油中获得烯烃的方法
技术领域：
本发明涉及一种利用短时间蒸气接触转化处理单元从残油或其它重油中获得大量烯烃产物的方法，所述短时间蒸气接触处理单元包括一个热固体移动床。短时间蒸气接触处理单元在这样的条件下操作包括蒸气稀释以降低烃蒸气的的分压，热固体移动床可以含有对烯烃生产具有催化活性的组分。
背景技术：
在典型的炼油厂中，原油常压蒸馏产生轻质馏分，如瓦斯油、煤油、汽油、直馏石脑油等。在炼油厂中，汽油沸程范围内的石油馏分，如石脑油，以及已经热或催化转化为汽油沸程范围内的产物，如瓦斯油，是非常有价值的产物。然后，来自常压蒸馏步骤的残油在低于常压的压力下蒸馏。后一蒸馏步骤生产了减压瓦斯油馏分和减压拔顶残油(vacuumreduced residual)，它们通常比瓦斯油便宜。残油进料中通常含有大量的沥青分子，是进料中康拉逊残炭和金属组分的主要来源。此外，还含有相对多的杂原子，如硫和氮。这一进料具有较低的工业价值，这主要是由于严格的环境限制使之不能用作燃料油。它们作为精炼的原料具有一很小的价值，例如，作为流化催化裂化的原料，因为产生过量的气体和焦炭。此外，它们的高金属含量会导致催化剂失活。它们通常不适于在蒸汽裂化处理单元中使用，因为在热解管中产生的过量焦炭会导致过热和设备堵塞。因此，在石油炼制中非常需要更好地利用这些原料，例如提高其品质，使之成为更有价值的净化轻质进料。
大多数精炼过程除生产必要的更有价值的产品外，都产生废物流。特别麻烦的废物流是润滑油提取(lube extract)物流，其本身没有多少工业价值。这一物流含有相对多的不希望的分子，如多环化合物。润滑油提取物流以及上面提及的残油，作为如流化催化裂化精炼过程的原料所具有的价值很小，因为它们产生过量的气体和焦炭。此外，它们的高金属含量会导致催化剂失活。因此，在石油炼制中非常需要更好地利用这些重质原料，或提高其品质，使之成为更有价值的净化轻物料。
瓦斯油沸程范围内的大量进料用来在蒸汽裂化处理单元中制造烯烃，该处理单元内包括由火管或盘管组成的裂化炉，进料在其中在540℃-760℃的温度下在蒸汽存在下热裂解。对于这一目的，尽管瓦斯油是合适的原料，但它们也是相对昂贵的原料，因为它们优选用来生产运输用燃料。残油原料比瓦斯油便宜很多，但不适合于用于蒸汽裂化，因为在炉管内过度裂化和形成焦炭会导致过热和设备堵塞。
US 2,768,127尝试解决这一问题，该专利提出使用残油进料生产芳烃和烯烃产品物流。这是通过使残油进料在维持在675℃-760℃的焦炭颗粒的流化床内接触完成的。尽管这一尝试解决了这一问题，但是，仍然需要改进该方法以更好地控制固体和蒸气停留时间。
如气态链烷烃至石脑油和瓦斯油的烃热裂化以生产轻产品，特别是轻烯烃，在工业上是很重要的。热裂化-如烃裂化生产烯烃产品-中占主导地位的工业方法是蒸汽裂化，其中，烃在炉内的管状金属管或盘管(热解管)中在有水蒸汽存在的条件下热解。研究表明，明显的产率提高导致温度上升，反应时间下降，时间是以毫秒计的。
传统的的蒸汽裂化是一个单相过程，其中烃/水蒸汽混合物流过炉内的管。蒸气作为稀释剂，烃裂化生产烯烃、二烯烃和其它副产物。在传统的蒸汽裂化反应器中，原料的转化通常受到在不超过金属管的允许温度极限的条件下不能在足够短的停留时间内提供额外的显热和裂化热的限制。在相对高的温度下的长停留时间通常是所不希望的，因为副反应会降低产品的质量。所产生的另一问题是热解管的结炭。与待裂化进料接触的金属管的内壁上的焦炭厚度会逐渐增加。从热传递损失的观点来看，焦炭层是有害的，导致了高金属管温。蒸汽裂化方法被描述在US 3,365,387和4,061,562以及Chemical Week,Nov.13,1965,pp.69-81上的论文“乙烯”中，在这里引入作为参考。
为了生产烯烃，蒸汽裂化的常用进料是相对贵较的进料，如乙烷、液化石油气体、石脑油和瓦斯油。从重质进料，如残油，生产烯烃在经济上明显有利的。
发明概述按照本发明，提供了一种从残油进料生产烯烃的方法，该方法包括在如下处理单元中使进料转化，该单元包括(ⅰ)一个加热区，该区域从汽提区接受在其上沉积有碳质的传热固体，并在有氧化气体存在的条件下将其加热；(ⅱ)一个短时间蒸气接触反应区，在该区域内包含流化固体床，固体包括从加热区循环的传热固体；和(ⅲ)一个汽提区，来自反应区的其上沉积有碳质的固体通过该区域，其中，低沸点其它烃和挥发物与汽提气体一起回收；该方法包括(a)将残油进料输入到所述短时间蒸气接触反应区，在那里它与流化的传热固体和催化组分接触，反应区在约670℃-约870℃的温度下操作，其操作条件是固体的停留时间和蒸气的停留时间单独控制，蒸气的停留时间小于约2秒，固体的停留时间为约5秒-约60秒，因此，使得物料沉积在所述固体上，并得到含有烯烃产品的汽化馏分，该物料特征是可燃烧的含有金属的含碳原料；(b)分离汽化馏分和固体；(c)将所述汽化馏分急冷到足够低的温度以终止转化；(d)使分离出来的固体通过所述汽提区，在那里它们与汽提气体接触，从而除去剩余的任何挥发性物质；(e)使汽提后的固体通过所述加热区，在那里它们被加热到能维持反应区操作温度的有效温度；(f)使加热后的固体从加热区循环到反应区，在那里它们提供了反应所需的热量，并与新的进料接触。
在本发明的优选方案中，该方法进一步包括将平均沸点从C5烃沸点至约545℃的烃进料转化成低沸点产品，转化方法是(ⅰ)将所述进料引入蒸汽裂化炉，其中在有水蒸汽存在的条件下，所述进料被汽化和裂化成低沸点产品；(ⅱ)将所述汽化和裂化的产品物流急冷到足够低的温度以终止裂化反应；(ⅲ)在下游共用蒸汽裂化设备中合并所述急冷蒸气物流和来自上述步骤(c)的急冷蒸气，所述共用蒸汽裂化设备选自分馏、压缩、杂质洗涤和回收烯烃。
在本发明的另一优选方案中，该方法进一步包括从步骤(c)的急冷汽化馏分中分离富含烯烃的馏分。
在本发明的另一优选方案中，短时间蒸气接触反应区包括流化的传热固体的水平移动床。
在本发明的再一优选方案中，反应区借助机械元件和流化气体进行流化，流化气体包括汽化的常用气态烃、氢气、硫化氢和辅助水蒸汽，机械元件可以包括一套水平设置在反应器内的筛网。
在另一优选方案中，传热固体具有催化组分。
在本发明的另一优选方案中，固体在反应区的停留时间为约10-30秒，蒸气的停留时间小于1秒。
在本发明的另一优选方案中，进料包括减压残油、常压残油、重质和减压石油原油、沥青(pitch)、柏油(asphalt)、天然地沥青(bitumen)、沥青砂油、页岩油、煤、煤浆、煤的液化底部产物。
在本发明的另一优选方案中，催化组分选自氧化镁、氧化钙、氧化锰、氧化铍、氧化锶、氧化铈、氧化钒、氧化铯，以及其混合物。
在本发明的再一优选方案中，催化组分选自耐火金属氧化物、铝酸盐、沸石、废流化催化裂化催化剂、富钒烟道气细粉、废铝土矿，以及其混合物。
附图简述两个附图是本发明非限制性优选方案的流程图。
图1图示了包括加热区、短时间蒸气接触反应区和汽提区的本发明方案。图2图示了结合上述特征和蒸汽裂化单元的方案。
发明详细描述适合用于本发明的残油进料是沸点高于约480℃，优选高于约540℃，进一步优选高于约560℃的烃物流。这些物流的非限制性例子包括减压残油、常压残油、重质和减压石油原油、沥青、柏油、天然地沥青、沥青砂油、页岩油、煤、煤浆、煤的液化底部产物。这些物流也可以含有少量的低沸点物质。这些物流通常不能用作生产烯烃产品的石油化学处理单元-蒸汽裂化炉的原料，因为它们会产生过量的焦炭，焦炭会堵塞炉管。这些原料通常含有至少5wt％，通常是5-50wt％，典型的是约7wt％的康拉逊残炭。康拉逊残炭是按ASTM Test D189-65测定的。残油进料将在短时间蒸气接触的机械流化处理单元中转化成低沸点产品，包括轻烯烃，该单元将在下面讨论。
按照本发明，可以与残油一起使用辅助原料，优选炼油厂废物流。合适的非限制性辅助原料物流包括润滑油提取物流，脱沥青原矿脂，来自流化催化裂化、流化焦化和延迟焦化的沸点超过260℃的重产物。多至约50wt％的进入反应区的原料物流可以是辅助原料部分。总原料物流中的辅助原料部分优选不超过约10wt％，进一步优选不超过约25wt％。
在本发明中，“润滑油提取物”是指这样一种润滑油进料部分它溶解在选择性溶剂中并被选择性溶剂除去。通常，溶剂提取用来改进(ⅰ)粘度指数，(ⅱ)抗氧化性，(ⅲ)润滑油基料的颜色，和(ⅳ)通过从环烷和链烷部分分离芳烃部分降低形成炭和淤渣的趋势。常用的溶剂是呋喃、苯酚和N-甲基-2-吡咯烷酮(NMP)。润滑油提取物通常含有约10-30wt％的饱和烃，15-25wt％的单环化合物，20-30wt％的双环化合物，10-20wt％的三环化合物，5-20wt％的四环化合物，和1-10wt％的极性物质(polars)，所述重量百分数都是以提取物的总重量为基准的。矿脂是从石油残油中获得的软质石油物质，含有非晶形蜡和油。
适合于用作本发明蒸汽裂化单元的典型进料包括轻链烷烃，如乙烷和液化石油气(LPG)、汽油、石脑油、以及瓦斯油(即中间馏分油)。在这一应用中，“瓦斯油”是包括所谓的轻瓦斯油，其平均沸点为约230℃-340℃，还有所谓的重瓦斯油，其平均沸点为约315℃-545℃。中间馏分油通常用作煤油、家用加热油、柴油机燃料的燃料。
在本发明的短时间蒸气接触处理单元内用残油进料生产烯烃产品，短时间蒸气接触处理单元包括一个加热区、一个短时间蒸气接触的流化床反应区和一个汽提区。参看图1，它以简化的方式图示了本发明的一个优选方案。残油进料经管线10输送到短时间蒸气接触反应区1，该区域包括热的流化传热固体的水平移动床。短时间蒸气接触反应器内的固体优选地借助机械元件流化。固体床的流化由流化气体协助，流化气体包括汽化的气态烃、氢气、硫化氢和附加水蒸汽。所谓的“附加水蒸汽”意味着水蒸汽不是在处理过程中产生的，是流化气体的其它组分。进一步说，机械元件优选为机械系统，其特征在于它具有相对高的混合能力，仅有少量的轴向返混。这种混合系统类似于柱塞流系统进行工作，其流动方式确保所有颗粒的停留时间基本相等。最优选的机械混合系统是德国Lurgi AG的LR-Mixer或LR-Flash Coker混合器，是设计用来处理页岩、煤和沥青砂的。LR-Mixer混合器包括两个水平取向的旋转螺杆，用来辅助固体的流化。
对于烯烃的生产来说，传热固体通常基本上是催化惰性的。也就是说，烯烃主要是由热转化生产的。传热固体含有催化组分也包括在本发明范围内。传热固体用作热载体以将热量从加热器带入反应区进行烯烃的热生产。当还存在催化组分时，可以增加烯烃的生产量。也就是说，通过热和催化两种方式生产烯烃。催化组分的催化活性可以具有有效的活性。至于有效活性，是指控制的催化活性，以便以相对高的产量生产烯烃，但不形成不可接受量的不希望产物，如甲烷。传热固体通常是来自延迟焦化过程的油焦，来自快速处理单元的循环焦炭，或如砂子的惰性物质。可以用作催化组分的物质的非限制性例子包括耐火金属氧化物和铝酸盐、沸石、废流化催化裂化催化剂、富钒烟道气细粉、废铝土矿，以及其混合物。术语“废铝土矿”有时也指“红泥”，在这里是指生产完铝后废弃的那部分铝土矿。在生产完铝后，废铝土矿通常含有剩余的氧化物形式的矿物质。分析显示，废铝土通常含有约30-35wt％的FeO(OH)-AlO(OH)；约15-20wt％的Fe2O3；约3-7wt％的CaCO3；约2-6wt％的TiO2；小于约3wt％的SiO2和Mn3O4。还可能含有夹杂量的其它矿物质。优选的耐火金属氧化物中的金属选自元素周期表中的Ⅰa、Ⅱa、Ⅴa、Ⅵa、Ⅶa、Ⅶb、Ⅷa族和镧系元素。在这里的元素周期表是指由Sargent-WelchScientific Company,Catalog No.S-18806,Copyright 1980出版的元素周期表。优选的金属氧化物选自氧化镁、氧化钙、氧化锰、氧化铍、氧化锶、氧化铈、氧化钒和氧化铯。
如果与传热固体一起使用催化组分，优选使用在本发明实施中至少有效量的催化组分。“有效量”至少是指与相同反应条件下使用相对惰性的传热固体而不使用催化组分相比，使烯烃产量提高至少5％，优选至少10％，进一步优选至少20％所需要的量。通常，催化组分是类似于或比传热固体较小的颗粒，通常沉积在传热固体的表面。总固体中的催化组分部分占短时间蒸气接触反应区中总固体重量至少3wt％，优选约10-25wt％。催化组分可以在任何适当的位置引入过程中。例如，可以直接引入到短时间蒸气接触反应器，可以与进料一起引入等。在任何情况下，如果使用基本惰性的固体和催化固体的混合物，催化固体优选沉积在惰性固体的表面，特别是当大部分固体是惰性的而催化组分是粉末形式的情况下是这样的。催化组分可以引入或分散到相对惰性的传热固体中。尽管传热固体优选为焦炭颗粒，但是它们可以是其它合适的耐火颗粒材料。这些合适的耐火颗粒材料的非限制性例子包括氧化硅、氧化铝、氧化锆和富铝红柱石，合成制备的或天然存在的材料，如浮石、粘土、硅藻土、铝土矿等。传热固体的平均粒径优选约40-2,000微米，进一步优选约200-1000微米，特别优选约400-800微米。催化组分占传热固体的100％也在本发明的范围内。
进料与热的流化传热固体接触，优选在约670℃-约870℃，进一步优选780℃-850℃。来自原料中的大部分康拉逊残炭值高和含金属组分将以高分子量的可燃烧的碳质含金属物料的形式沉积在热固体上。剩余部分将被汽化并含有大量的烯烃产品，以产品物流的总重量为基准，通常是约10-50wt％，优选约20-50wt％，进一步优选约30-50wt％。以原料为基准，实施本发明方法获得的产品物流的烯烃馏分含有约5-15wt％的甲烷；约5-30wt％，优选约10-30wt％的乙烯；以及约5-20wt％的丙烯。
蒸气产品在反应区1中的停留时间可以是一有效量的时间，也就是足够短的时间以至于基本不产生二次裂化。这一时间通常是小于约2秒，优选小于约1秒，进一步优选小于约0.5秒，最优选小于约0.25秒。固体在反应区的停留时间为约5-60秒，优选为约10-30秒。本发明的一个新的方面是固体和蒸气产品在短时间蒸气接触反应区内的停留时间单独控制。传统流化床处理单元中，固体和蒸气的停留时间不能单独控制，特别是在蒸气停留时间相对短的情况下。例如，常规传输管线反应器可能具有相对短的停留时间，但不能设计成单独控制固体和蒸气的停留时间。与此相反，常规密相流化床反应器在单独控制蒸气和固体停留时间上具有弹性，但是停留时间相对较长。优选地，短时间蒸气接触处理单元在这样的条件下操作固体与原料的比率为约40∶1-10∶1，优选约25∶1-15∶1。对任何特定的运行过程，固体对原料的精确比率主要取决于短时间蒸气接触反应区的热量平衡。使固体与油的比率与热量平衡关联，是本领域内的普通技术人员所掌握的，因此，在这里不作详细描述。少量的进料将以可燃烧含碳物质的形式沉积在固体上。金属组分也将沉积在固体上。结果与原料比较，汽化馏分的康拉逊残炭和金属量要少得多。
汽化馏分经管线11排出反应区，利用经管线12引入的急冷液体急冷到发生热裂化的温度以下。优选的急冷液体是水和烃物流，如石脑油和馏分油。汽化馏分所急冷到的温度优选比反应区温度低50-100℃。然后，汽化馏分被引入到旋风分离器2中，在其中除去大部分夹带固体或粉尘。除尘后所得到的蒸气经管线13输送到洗涤塔3，在塔顶经管线28收集轻产品物流。通常，轻产品物流的终沸点为约510℃。这一轻产品物流通常含有约7-10wt％的甲烷，5-30wt％的乙烯，5-20wt％的丙烯，和6-9wt％的不饱和C4，如丁烯和二丁烯，都是以原料的总重量为基准的。剩余的重物流经管线26从洗涤塔收集，并返回到反应区1。
其上沉积了含碳物质的固体从反应区1经管线15输送到汽提塔4的固体床17中。固体向下穿过汽提塔并经过汽提区，任何剩余的挥发性物质或可汽化物质都被经管线16引入汽提区的汽提气体所汽提，汽提气体优选水蒸汽。汽提蒸气产品在汽提塔容器4内上升，通过管线19达到反应区1，然后，经管线11到旋风分离器2，经管线13除去轻产品物流。汽提后的固体经管线18输送到加热器5，在加热器中有一加热区。加热区是加热器5和传送管线18a的结合，它优选用空气在有效温度下燃烧沉积在固体上的焦炭来加热，该温度应满足反应区所需要的热量。空气从管线20喷入以支持含碳组分的燃烧。加热区优选在超过反应区1的操作温度约40℃-200℃，优选约65℃-175℃，进一步优选约65℃-120℃的温度下操作。
应当理解，可以向加热器中引入预热空气。加热器优选在约0-150psig(0-1136kPa)，优选约15-约45psig(204.8-411.7kPa)的压力范围内操作。尽管在加热区内一些碳质残留物将被从固体中烧掉，但优选只进行部分燃烧，以至于固体在通过加热区后，还具有作为燃料价值。过量的固体可以通过管线50从处理单元中移出。烟道气可以经管线40从加热器顶部除去。烟道气可以通过一个旋风分离系统(未示出)以除去粉尘。除尘后的烟道气可以通过包括废热回收系统(未示出)的CO锅炉(未示出)，以洗涤除去污染物和颗粒。加热后的固体经管线14返回反应区1。催化剂组分可以在过程中的可实施的任何位置引入。例如，可以引入到加热器5、反应器1，或在管线10中与进料一起引入。
现在参看图2，它图示了本发明的另一优选方案。另一进料经管线44引入到常规蒸汽裂化处理单元6。按照本发明，适合于蒸汽裂化的进料有乙烷至瓦斯油和沸点更高的物质。优选的进料包括石脑油和沸点更高的原料，如中间馏分油。在常规蒸汽裂化单元-用蒸气热裂化的单元-中，烃进料在管式炉中逐渐加热，并被汽化和裂化。反应是吸热反应，主要是在管中最热的部分中进行。管中处理物流的温度由要裂化的烃的性质决定，烃通常是乙烷、液化石油气体，或汽油或石脑油，以及瓦斯油。例如，石脑油通常在裂化区中在比瓦斯油更高的温度下裂化。这一温度主要受裂化管的堵塞或结焦、裂化反应动力学和所需反应产品影响。无论进料的性质如何，这一温度都特别高，后者通常超过700℃。然而，它受金属管的最大允许温度所限制，通常不超过1100℃。经管线46离开蒸汽裂化炉的蒸气物流用由管线48引入的相对冷的液体急冷。急冷后的蒸气经管线49和52达到下游设备，如分馏塔7，以及压缩、洗涤和烯烃回收装置，所有这些都用8代表。来自分馏塔的典型产品馏分物流包括重油(340℃+)，其中至少一部分可以循环回到短时间蒸气接触处理单元。其它所希望的馏分可以包括瓦斯油和石脑油。蒸气产品可以经管线56送到所述其它下游设备进一步处理。当蒸汽裂化单元的进料是C5和沸点更高的物流时，优选将急冷后的蒸气物流与与来自短时间蒸气接触处理单元的急冷蒸气在分馏塔7中合并，其中蒸气产品经管线56进一步输送到由8代表的下游设备。当蒸汽裂化处理单元的进料是比C5更轻的物流时，所述急冷蒸气物流优选在分馏塔7下游的蒸汽裂化设备中合并。这种情况也示于图中，其中比C5更轻的蒸汽裂化原料，经裂化和急冷后的蒸汽物流经管线54输送到分馏塔7下游的蒸汽裂化设备。应当理解，管线54可以输入到一个或多压缩单元、污染物洗涤单元或烯烃回收单元。
以下实施例用来说明短时间蒸气接触处理方式对从残油获得提高产率的烯烃的重要性。实施例南路易斯安那减压残油(South Louisiana Vacuum Residual)用作进料，短时间接触流化焦化中试单元的进料流量是100桶/天。中试单元的操作温度是396℃，蒸汽停留时间小于1秒。估计的转化率和产量列于下表1。
表1进料流量 100温度，℃ 745C3-转化率35气体产率，占进料的wt％甲烷 7-10乙烯 14-16丙烯 9-12不饱和C46-9液体产率，占进料的wt％C5/220℃ 17.5220℃/340℃8.0340℃+ 13.0总C5+ 38.5总焦炭量，占进料的wt％ 18.7乙烯/乙烷 6.0丙烯/丙烷 19.0丁烯/丁烷 30.0
权利要求
1．一种从残油进料生产烯烃的方法，该方法包括在如下处理单元中使进料转化，该单元包括(ⅰ)一个加热区，其中从汽提区接受在其上沉积有碳质的传热固体，并在有氧化气体存在的条件下将其加热；(ⅱ)一个短时间蒸气接触的反应区，在该区域内包含流化固体床，固体包括从加热区循环的传热固体；和(ⅲ)一个汽提区，来自反应区的其上沉积有碳质的固体通过该反应区域，其中，低沸点其它烃和挥发物与汽提气体一起回收；该方法包括(a)将残油进料输入到所述短时间蒸气接触反应区，在那里它与流化的传热固体和催化组分接触，反应区在约670℃-约870℃的温度下操作，其操作条件是固体的停留时间和蒸气的停留时间单独控制，蒸气的停留时间小于约2秒，固体的停留时间为约5秒-约60秒，因此，使得物料沉积在所述固体上，并得到含有烯烃产品的汽化馏分，该物料特征是可燃烧的含有金属的含碳原料；(b)分离汽化馏分和固体；(c)将所述汽化馏分急冷到足够低的温度以终止转化；(d)使分离出来的固体通过所述汽提区，在那里它们与汽提气体接触，从而除去剩余的任何挥发性物质；(e)使汽提后的固体通过所述加热区，在那里它们被加热到能维持反应区操作温度的有效温度；(f)使加热后的固体从加热区循环到反应区，在那里它们提供了反应所需的热量，并与新的进料接触。
2．权利要求1的方法，进一步包括将平均沸点从C5烃沸点至约545℃的烃进料转化成低沸点产品，转化方法是(ⅰ)将所述进料引入蒸汽裂化炉，其中在有蒸气存在的条件下，所述进料被汽化和裂化成低沸点产品；(ⅱ)将所述汽化和裂化的产品物流急冷到足够低的温度以终止裂化反应；(ⅲ)在下游共用蒸汽裂化设备中合并所述急冷蒸气物流和来自权利要求1的步骤(c)的急冷蒸气，所述共用蒸汽裂化设备选自分馏、压缩、杂质洗涤和回收烯烃。
3．前述任何一项权利要求的方法，进一步包括从步骤(c)的急冷汽化馏分中分离富含烯烃的馏分。
4．前述任何一项权利要求的方法，其中短时间蒸气接触反应区含有流化固体的水平移动床。
5．前述任何一项权利要求的方法，其中短时间蒸气接触反应区中的固体借助机械元件和流化气体流化。
6．前述任何一项权利要求的方法，其中机械元件包括水平设置在反应器内的螺杆。
7．前述任何一项权利要求的方法，其中传热固体选自来自延迟焦化过程的油焦、循环焦炭，或如砂子的惰性材料。
8．前述任何一项权利要求的方法，其中传热固体具有催化组分。
9．前述任何一项权利要求的方法，其中催化组分是金属氧化物，选自氧化镁、氧化钙、氧化锰、氧化铍、氧化锶、氧化铈、氧化钒、氧化铯，以及其混合物。
10．前述任何一项权利要求的方法，其中催化组分选自耐火金属氧化物，铝酸盐、沸石、废流化催化裂化催化剂、富钒烟道气细粉、废铝土矿，以及其混合物。
11．前述任何一项权利要求的方法，其中蒸汽短时间接触反应区中蒸气的停留时间小于约1秒。
12．权利要求1-10的方法，其中蒸气的停留时间小于约0.5秒。
13．权利要求1-10的方法，其中蒸气的停留时间小于约0.25秒。
14．前述任何一项权利要求的方法，其中蒸汽短时间接触反应区中固体的停留时间为约10-30秒。
15．前述任何一项权利要求的方法，其中残油进料选自减压残油、常压残油、重质和减压石油原油、沥青、柏油、天然地沥青、沥青砂油、页岩油、煤、煤浆、煤的液化底部产物。
16．权利要求1-14的方法，其中残油进料是减压残油。
17．前述任何一项权利要求的方法，其中向残油原料中加入辅助原料，辅助原料选自括润滑油提取物流，脱沥青原矿脂，来自流化催化裂化、流化焦化和延迟焦化的沸点超过260℃的重产物。
18．前述任何一项权利要求的方法，其中少于50wt％的进料是所述辅助原料。
19．前述任何一项权利要求的方法，其中汽提气体是水蒸汽。
20．前述任何一项权利要求的方法，其中流化气体包括常用气态烃、氢气、硫化氢和辅助水蒸汽。
21．前述任何一项权利要求的方法，其中反应区在约760℃-约790℃温度下操作。
22．前述任何一项权利要求的方法，其中向残油中加入的水蒸汽与残油和辅助原料之和的重量比率为约0.2-0.5kg/kg。
23．前述任何一项权利要求的方法，其中流化气体包括常用气态烃、氢气、硫化氢和水蒸汽。
全文摘要
一种利用短时间蒸气接触热处理单元从残油或其它重油中获得大量烯烃产物的方法,所述短时间蒸气接触热处理单元包括一个流化传热固体的水平移动床,该固体床可以含有对烯烃生产具有催化活性的组分。
文档编号C10G11/18GK1214076SQ97193153
公开日1999年4月14日 申请日期1997年2月21日 优先权日1996年2月23日
发明者W·瑟兰德, M·雅各布森, P·K·拉德维, J·F·佩吉尔, M·R·帕里什, N·塞曼迪, H·A·威森伯格, T·T·切恩, S·M·戴维斯, P·A·鲁泽斯卡 申请人:埃克森化学专利公司, 埃克森研究工程公司