CN103221514A - 将重质原料转化成中间馏分的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明描述了可用于改进中间馏分选择性的重质进料转化法。该方法需要催化裂化单元、后续一个或多个具有C2至C9的碳原子数的烯烃的低聚单元，其可优选产生被称作中间馏分的附加馏分。生成的低聚产物的无法并入中间馏分中的轻质部分被再循环到FCC以裂化成除来自原料的烯烃外送回低聚单元的轻质烯烃以优选形成可并入中间馏分中的重质低聚产物。

Description

将重质原料转化成中间馏分的方法
发明领域
本发明涉及具有改进的中间馏分选择性的重质烃进料转化法。更确切地，本发明的方法可以用于以降低的收率共同生产汽油和将中间馏分产量提高至少2重量%（相对于进料），考虑到该方法中涉及的吨数，这一增量非常显著。
历史上地，针对轻质产物：液化气（或LPG）、轻质烯烃和汽油的生产优化已知缩写为FCC（即“流体催化裂化”）的催化裂化单元，以满足需要轻质烯烃聚合的聚合物市场的要求和汽车市场对汽油的消费需求。
在这种类型的功能中，瓦斯油基（gas oil bases）的生产仍有限。迄今，考虑到汽车市场越来越多地转向柴油，极大提高了对瓦斯油型产品的需求。因此，越来越需要将炼油生产转向生产瓦斯油基并限制汽油的生产。
几乎一半炼油厂中存在的FCC单元既是汽油的主要来源，又是轻质烯烃的主要来源；因此，能将这样的单元转化成促进瓦斯油生产的单元是至关重要的。
本发明描述了可改进流体催化裂化单元（FCC）中的瓦斯油基生产和限制汽油生产的解决方案。
本发明基本由FCC单元与一个或多个旨在生产中间馏分的低聚单元串联构成，这是一种使用可显著改进中间馏分收率以及与汽油相比该馏分的选择性由此实现减少汽油生产的目的的特定再循环的串联。
在现有技术中，FCC工艺可通过在酸催化剂存在下裂化重质进料的分子来将初始沸点通常超过340℃的重质烃进料转化成较轻的烃馏分，特别是汽油馏分。
仍在现有技术中，FCC还大量生产具有高烯烃含量的液化石油气（LPG）。
本发明的方法可大致被描述为减少了汽油馏分的中间馏分生产方法。
本发明使用催化裂化单元，后续一个或多个C2至C9烯烃低聚单元（要知道这可以由数个不相交的（disjointed）馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成），以优先产生附加的中间馏分。为简单起见，在下文中，我们用宽馏分指代含有2至9个碳原子的这一系列不同的馏分。
本发明基本在于这两种工艺的串联以及使生成的低聚产物的轻质部分（其无法并入中间馏分中）再循环至FCC提升管以在此再裂化成轻质烯烃，其作为对进料的烯烃的补充送回低聚单元以优先形成可并入所述中间馏分中的重质低聚产物。
这种特定再循环可以非常显著地改进该方法的中间馏分选择性。汽油馏分收率的降低一方面源于通过C2至C9烯烃的低聚产生中间馏分，另一方面通过在FCC中裂化轻质低聚产物以产生本身被送回一个或多个低聚单元的轻质烯烃。
这组特征确定了具有显著改进的中间馏分选择性的方法。
本发明与所有催化裂化反应器技术相容，无论其是提升管还是下降管模式的技术。
本方法中所用的催化裂化单元可以分解成几种模式，使用单个或数个反应器，各反应器可以以提升管或下降管模式运行。
如果数个低聚单元与催化裂化单元相连，它们可以串联或并联布置。
现有技术考察
专利申请FR 2 935 377涉及被称作重质进料的烃进料的转化法，其目的是共同生产丙烯和在最低收率下的汽油。该发明的方法包含至少两个反应步骤——第一催化裂化步骤和来自催化裂化步骤的C3和C4烯烃或C4烯烃或C4和C5烯烃的第二低聚步骤。用于烯烃选择性氢化的第三反应步骤在某些情况下是在低聚步骤之前必需的。
该发明的方法可进行与两个不同实施方案对应的两种类型的生产：
● “最大丙烯”方案，相当于与来自催化裂化单元独自的潜在收率相比在保持最低或甚至略微提高的汽油收率的同时的最大丙烯产量；或
● “最大汽油”方案，相当于最大汽油产量，而不产生丙烯。
专利WO 03/078547描述了沸点大于350℃的主进料和沸点小于320℃的相对较轻的第二进料的催化裂化法，所述第二进料由通过含有4或5个碳原子的轻质烯烃的低聚产生的含有至少8个碳原子的烯烃构成。
专利WO 03/078364描述了由C4烯烃生产低聚物的方法，所述低聚物随后在催化裂化单元中裂化以使丙烯产量最大化。
本发明与上述现有技术方法的一个基本差别在于使通过低聚单元产生的低聚产物的轻质部分再循环；这一部分无法并入中间馏分中。低聚产物的这一轻质部分在FCC单元的提升管中再裂化成轻质烯烃，其作为对进料的烯烃的补充送回低聚单元以优先形成可并入中间馏分中的重质低聚产物。
因此，现有技术中尚未描述的这种特定再循环可以非常显著地改进该方法的中间馏分选择性。
汽油馏分收率的降低看起来归因于一方面由宽C2至C9馏分（要知道这由数个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成）中包含的烯烃的低聚产生中间馏分，另一方面在FCC中裂化轻质低聚产物。
附图简述
图1代表本发明的方法的布置，其显示FCC单元2、低聚单元12和任选加氢处理单元8。
发明概述
本发明涉及被称作重质进料，即由沸点大于大约340℃的烃构成的烃进料的转化法，其目的是提高中间馏分产量和降低汽油产量。
本发明的方法包含至少两个反应步骤——第一催化裂化步骤2和宽C2至C9范围馏分中包含的烯烃的第二低聚步骤12。
术语“宽C2至C9范围馏分”是指主要由烯烃构成的馏分，所述馏分可能由独自或作为混合物使用的例如来自催化裂化的数个不相交的馏分，如C3至C6馏分和C8至C9馏分，或来自其它单元如焦化单元、减粘裂化单元、MTO（甲醇至烯烃转化）单元或用于将醇转化成烯烃的任何其它工艺、蒸汽裂化单元或费托合成单元的富含C2至C9烯烃的任何其它馏分形成。
术语“主要”是指烯烃的至少80重量%，优选至少90重量%。
在P Wuithier著、Technip出版的参考著作“Raffinage et génie chimique” [Refining and chemical engineering]中可找到焦化、减粘裂化和蒸汽裂化单元的描述。
本发明的方法实现两个目的：
·提高中间馏分产量；
·降低汽油产量。
中间馏分相当于馏程在130℃至410℃范围内，优选在150℃至390℃范围内的烃馏分。
如下实现提高中间馏分产量的主要目的：
·将催化裂化产生的宽C2至C9馏分的烯烃7送往在特定运行条件下运行的一个或多个低聚单元12以产生中间馏分；
·将低聚法产生的低聚产物的轻质部分（其相当于沸点小于180℃并优选小于150℃的烯烃）再循环至FCC单元2的提升管。无法并入中间馏分中的这种轻质馏分可由此在FCC单元2中再裂化成轻质烯烃，其作为对进料的烯烃的补充送回低聚单元12以优先形成沸点大于130℃，优选大于150℃的重质低聚产物14。
这些重质低聚产物14可并入中间馏分中。
在本发明中也可以将独自或作为混合物使用的来自其它单元例如焦化单元、减粘裂化单元、MTO（甲醇至烯烃转化）单元或用于将醇转化成烯烃的任何其它工艺、蒸汽裂化单元或费托合成的富含C2至C9烯烃的任何馏分（其可能由数个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成）再循环至催化裂化单元2。来自外部装置的这些烯烃在图1中由料流17表示。
如下实现第二目的，即降低汽油产量：
·将轻质低聚产物馏分15再循环至FCC提升管以转化成轻质烯烃；在现有技术中，该低聚产物馏分将已并入汽油馏分中。
重质进料1在流体催化裂化反应器中在裂化催化剂存在下裂化。
衍生自C2至C9烯烃的低聚的低聚产物12的轻质馏分15单独或与重质进料1混合地用相同的裂化催化剂裂化。这种第二进料，被称作第二进料15，具有优选低于180℃，优选小于150℃的沸点。来自本方法外的装置的C2-C9烯烃的第三进料17可以以与第二进料15的混合物形式进行裂化。
将来自催化裂化2的流出物送往分馏区，用于催化裂化的催化剂在再生区中再生。当催化裂化单元包含数个提升管或可能地下降管时，所述催化剂再生区是共用区。
将来自催化裂化2的主要由含有2至9个碳原子的烯烃构成的富烯烃馏分7部分地或完全送往一个或多个低聚单元12。在低聚单元上游可能需要用于除去杂质，如含氮化合物或二烯烃的预处理8。类似地，在送往低聚单元12之前可以借助烯烃转化法，例如醚化、烷基化或部分低聚将所有或一部分富烯烃馏分7改性。
这随之被称作部分低聚，以区别于构成本发明的方法的组成部分的主要低聚12。
所形成的低聚产物通过蒸馏分离成被称作轻质低聚产物15的馏分和被称作重质低聚产物14的馏分。轻质低聚产物馏分15具有小于180℃，优选小于150℃的沸点。
所述轻质低聚产物馏分15构成再循环至FCC 反应区2的第二进料。重质低聚产物馏分14具有大于130℃，优选大于150℃的沸点并并入中间馏分中。
如下一段中公开的那样，催化裂化单元2可以分解成几种模式，使用单反应器处理重质进料1和再循环的轻质低聚产物15和来自外部装置的烯烃17，或使用两个反应器——一个处理重质进料1，和另一个处理轻质进料15和17。
此外，各反应器可以以提升管或下降管模式运行。
当数个低聚单元12与催化裂化单元2相连时，它们可以串联或并联布置。
发明详述
根据本发明，要裂化的整个进料含有多于50重量%的沸点大于340℃的烃。通常，进料1由真空馏出物或可能常压渣油构成。整个裂化进料可能含有最多100重量%的沸点大于340℃的烃。
来自低聚单元12的被称作轻质低聚产物的第二进料15通常含有2重量%至40重量%，通常4重量%至30重量%，优选6重量%至25重量%的主要由含有2至9个碳原子的烯烃构成的富烯烃馏分，所述富烯烃馏分可能由通过含有2至9个碳原子的烯烃的低聚产生的多个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成。
第二进料15还可包含基本由C2至C9烯烃形成的其它低聚产物17，以及来自例如焦化单元、减粘裂化单元、MTO（甲醇至烯烃转化）单元或用于将醇转化成烯烃的任何其它工艺和蒸汽裂化单元的任何富含C2至C9烯烃的馏分。
根据本发明，裂化催化剂由氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝的基质构成，其具有或没有分散在该相同基质中的超稳定Y型沸石。也可以考虑添加基于ZSM--5沸石的添加剂，在裂化单元中的总量中ZSM--5晶体量小于30重量%。
本发明因此可以被规定为是由初始沸点为340℃或更高的重质烃进料1开始的可提高中间馏分产量和降低汽油馏分产量的方法，所述方法使用催化裂化单元2，后续一个或多个以中间馏分模式运行的低聚单元12，在该方法中，低聚单元的进料（7在任选加氢处理后变成11）由含有2至9个碳原子的馏分构成，其可以由来自FCC单元的数个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成。
来自低聚单元12的流出物通过蒸馏或任何其它方式分离成三个馏分：
·馏分13，被称作萃余液，其相当于未转化的烯烃和相当于进料11的链烷烃；
·被称作轻质低聚产物的馏分15；
·被称作重质低聚产物的馏分14。
轻质低聚产物馏分15具有小于180℃，优选150℃的沸点。这种馏分构成再循环至FCC的提升管的第二进料。被称作轻质低聚产物15的馏分也可以用来自其它工艺例如焦化工艺、减粘裂化工艺、MTO工艺（或用于将醇转化成烯烃的任何其它工艺）、蒸汽裂化工艺或费托合成工艺的例如具有小于180℃，优选小于150℃的沸点的可能由数个不相交的馏分，如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成的任何富含C2至C9烯烃的馏分17补充，所述馏分17可能独自或作为混合物再循环。来自低聚单元12以外的单元的所述各种轻质低聚产物馏分由料流17表示。
重质低聚产物馏分14具有大于130℃，优选大于150℃的沸点。所述馏分，被称作重质低聚产物，并入由催化裂化单元制成的中间馏分中。
催化裂化单元2可包含处理重质进料和第二进料的单反应器或两个分立反应器——一个处理重质进料1，另一个处理轻质进料15 + 17。此外，各反应器可以是提升管或下降管。通常，这两个反应器会具有相同流动模式。
当在单提升管反应器中进行催化裂化时，反应器出口温度（ROT）为450℃至650℃，优选470℃至620℃，且C/O比为2至20，优选4至15。
当反应器为下降管时，反应器出口温度（ROT）为480℃至650℃，且C/O比为10至50。
当在两个分立的提升管FCC反应器中进行催化裂化时，实施重质进料1的裂化的第一FCC反应器在450℃至650℃，优选470℃至620℃的反应器出口温度（ROT1）和2至20，优选4至15的C/O比下运行。实施来自低聚单元15或来自外部装置17的轻质低聚产物馏分的裂化的第二FCC反应器在500℃至750℃，优选570℃至650℃的反应器出口温度（ROT2）下以8至40的C/O比运行。
当在两个下降管模式的分立FCC反应器中进行催化裂化时，实施重质进料裂化的第一FCC反应器在480℃至650℃的反应器出口温度（ROT1）下以10至50的C/O比运行，且实施来自低聚单元15或来自外部装置17的轻质低聚产物馏分的裂化的第二FCC反应器在570℃至750℃的反应器出口温度（ROT2）下以10至50的C/O比运行。
通过技术人员已知的任何将气体与固体分离的系统，从裂化流出物中分离出来自这两个FCC反应器的废催化剂流并在共用再生区中再生。
下面更详细描述本发明的方法的各种单元用的特定条件。
1)催化裂化(FCC):
FCC反应器用的催化剂通常由平均直径通常为40至140微米（1微米 = 10-6米），通常50至120微米的颗粒构成。
催化裂化催化剂含有至少一种适当基质，如氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝，存在或不存在分散在所述基质中的Y型沸石。
该催化剂还可包含至少一种选自下列结构类型之一的具有形式选择性的沸石：MEL（例如ZSM-11）、MFI（例如ZSM-5）、NES、EUO、FER、CHA（例如SAPO-34）、MFS、MWW。其也可以包含下列沸石之一：NU-85、NU-86、NU-88或IM-5，它们也具有形式选择性。
所述具有形式选择性的沸石的优点在于，获得更好的丙烯/异丁烯选择性，即裂化流出物中的丙烯/异丁烯比率更高。
与沸石总量相比，具有形式选择性的沸石的比例可以随所用进料和所需产物的结构而变。通常，使用0.1%至60%，优选0.1%至40%，特别是0.1%至30重量%的具有形式选择性的沸石。
可以将沸石分散在基于二氧化硅、氧化铝或二氧化硅-氧化铝的基质中，相对于催化剂重量，沸石的比例（所有沸石一起）通常为0.7%至80重量%，优选1%至50重量%，更优选5%至40重量%。
在使用几种沸石的情况下，它们可并入单一基质中或并入几种不同基质中。总量中具有形式选择性的沸石量小于30重量%。
催化裂化反应器中所用的催化剂可以由分散在氧化铝、二氧化硅或二氧化硅-氧化铝基质中的超稳定Y型沸石构成，其中添加了基于ZSM-5沸石的添加剂，总量中ZSM-5晶体量小于30重量%。
分离来自催化裂化单元（FCC）反应器的流出物的单元通常包括FCC流出物的初级分离、气体压缩和分馏段，以及用于分馏各种液体馏分的蒸馏。这种类型的分馏单元是技术人员公知的。 
2)低聚
这一步骤的目的是低聚C2至C9烯烃（其可以由数个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成）以获得含有主要包含9或更多个C原子的单烯烃的烃混合物。通常，由C4烯烃，获得碳原子数大部分为30或更少，绝大部分为8至20的低聚物。
低聚与聚合的区别在于添加有限数量的分子。在本发明中，添加的分子数为2至10（包括限值），通常为2至5，特别是2至4。
但是，该低聚产物可包含痕量的含有多于10个分子的低聚烯烃。通常，这些痕量表示少于所形成的低聚物的5重量%。
可以在一个或多个步骤中用一个或多个并联或串联的反应器和一种或多种催化剂进行低聚。催化剂和运行条件的下列描述适用于任何一个步骤和/或任何一个反应器。
所用低聚催化剂优选为基于二氧化硅-氧化铝或沸石的催化剂。运行温度为100℃至350℃，优选150℃至270℃。运行压力为1至10 MPa（1 MPa = 106帕斯卡 = 10巴）。
现在借助显示本发明的方法的布置的图1的描述更详细解释本发明。
进料1与初始沸点为220℃，优选150℃的另一进料17（其占FCC进料的最多30%，优选小于20%）一起引入FCC单元2。此进料17是任选的，因为本发明的方法可以非常好地用单进料1运行。
常规地，以递增的分子量次序从FCC单元2中提取下列：
·由氢气H2、甲烷和可能地乙烷、乙烯和丙烷构成的干气体馏分3；
·由C2至C9分子构成的馏分7，其处理构成本发明的主题；
·馏程为25℃至150℃或甚至高达220℃的汽油馏分16；
·被称作“馏出物”的馏分4，通常被标作LCO（轻循环油）；
·添加到燃料池中的“浆料”馏分5。
在某些情况下，馏分7可送往一系列单元8（通常为用于除去二烯烃或含氮化合物的选择性氢化单元），其产生供应给低聚单元12的进料11。
源自其它单元的附加烯烃馏分9可根据需要添加到料流7或料流11中或另外在单元8中进行加氢处理。
从低聚单元12提取三个馏分：
·馏分13，被称作萃余液，其相当于未转化的烯烃和相当于进料11中的链烷烃，其可送往汽油池；
·被称作轻质低聚产物的馏分15，其终点小于150℃，优选小于170℃。此馏分构成FCC单元的特定再循环；
·被称作重质低聚产物的馏分14，其具有大于130℃，优选大于150℃的沸点并并入中间馏分4中。
实施例
现在提供三个实施例以例证本发明的方法（实施例2和3）与现有技术方法（实施例1）相比改进的性能。
实施例1（现有技术）：参考例
此第一实施例构成基准例并相当于具有容量为40000 BPSD，即265立方米/小时（BPSD是桶数/日的缩写）的单提升管的FCC单元，处理70%加氢处理过的VGO和30%直馏VGO（即直接来自真空蒸馏单元）的混合物。该FCC单元用由二氧化硅-氧化铝构成的催化体系运行。
进料的主要特征和所用运行条件分别显示在下表1和2中：
密度15/4 ℃   0.91
硫 重量% 0.65
氮 重量ppm 900
康氏残炭 重量% < 0.1
镍 重量ppm < 0.1
钒 重量ppm < 0.1
氢 重量% 12.7
表1: VGO进料的主要特征
    实施例1
FCC单元的容量, VGO进料 桶数/日 40000
VGO进料的流速 t/h 241
压力，提升管出口 Bar g 1.4
温度，提升管出口 ℃ 500
进料预热温度 ℃ 280
蒸气流速 t/h 16.8
催化剂质量流速与进料流速比（Ratio of mass flow rate of catalyst over flow）   6.4
表2: FCC的运行条件，实施例1。
在这些条件下，在表3中给出单元出口产物相对于进料的收率：
重量% 基准例
干气 1.80
LPG 16.15
C3 1.34
C3= 4.79
C4总量 10.11
汽油 (IP – 150℃) 39.14
LCO (150-370℃) 30.35
浆料 (370℃+) 7.66
焦炭 4.81
总计 100
表3: 来自实施例1的产物收率。
实施例2: FCC单元与无轻质低聚产物再循环的C4至C6烯烃低聚单元串联
在实施例中2，FCC单元在与对实施例1描述的那些相同的条件下运行，但这次将C4和C5-C6馏分送往在表4中所示的运行条件下用沸石催化剂运行的无轻质低聚产物再循环的低聚单元。  
低聚单元    
C4、C5和C6进料的流速 t/h 115
温度 ℃ 250
压力 Bar g 15
表4: 低聚单元的运行条件，实施例2。
在这些条件下，在表5中给出相对于FCC单元的重质进料的产物收率：
重量% FCC + 无轻质低聚产物再循环的低聚
干气 1.86
LPG 11.46
C3 1.34
C3= 4.78
C4总量 5.34
汽油 (IP – 150℃) 33.17
LCO (150-370℃) 41.06
浆料 (370℃+) 7.65
焦炭 4.8
总计 100
表5: 来自实施例2的产物的流速。
FCC单元与在将性能转向中间馏分的运行条件下运行的低聚单元的串联显著提高LCO的总产量。
在基准例中，此LCO产量占FCC进料的30.3重量%，与此相比在本发明的新型构造中为41.1重量%，即提高36%。
汽油馏分减少15%，从基准例中的39.1重量%降至33.2重量%。
由此改进与汽油相比对LCO的选择性（LCO/汽油比），从0.77变成1.24，考虑到燃料市场中变化的情况，这是显著改进。
实施例3（根据本发明）: FCC单元与存在轻质低聚产物再循环的C4至C6烯烃低聚单元的串联
实施例3是实施例2的重复，但将轻质低聚产物再循环至进料上游的FCC提升管。这种再循环影响焦炭收率，因此影响FCC的热平衡，因此也影响其运行条件。运行条件列在表6中：
     
FCC单元的容量, VGO进料 桶数/日 40000
VGO进料的流速 t/h 241
轻质低聚产物的再循环流速 t/h 21.7
压力，提升管出口 Bar g 1.4
温度，提升管出口 ℃ 500
重质进料预热温度 ℃ 280
蒸气流速 t/h 16.8
催化剂质量流速与进料流速的比率   6.9
表6: FCC的运行条件，实施例3。
在这些条件下，如在表7中看出，相对于FCC的重质进料的产物收率改变：
重量% FCC + 存在轻质低聚产物再循环的低聚
干气 2.46
LPG 14.06
C3 1.59
C3= 7.13
C4总量 5.34
汽油 (IP – 150℃) 27.57
LCO (150-370℃) 43.09
浆料 (370℃+) 7.61
焦炭 5.21
总计 100
表7: 来自实施例3的产物的流速。
轻质低聚产物的再循环意味着对于LCO获得增补的2个百分点，以致这种馏分的收率从41.1%变成43.1重量%。其也将汽油产量显著降低5.6个点。由此改进与汽油相比的对LCO的选择性，从1.24变成1.56。
与现有技术的实施例2相比，将FCC单元与存在轻质低聚产物再循环15的低聚单元相连意味着LCO增加12.7个点，汽油馏分减少11.6个点，并与汽油相比非常显著地改进LCO选择性（与1.24相比，1.56）。

Claims (7)

1.将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成馏程为130℃至410℃，优选150℃至390℃的中间馏分的方法，所述方法使用催化裂化单元(2)、后续在下列运行条件下运行的低聚单元(12)：100℃至350℃、优选150℃至270℃的温度和1至10 MPa的压力，在所述方法中，低聚单元(12)的进料由来自催化裂化单元(2)的任选在加氢处理单元(8)中加氢处理的含有2至9个碳原子的宽馏分(7)构成，将来自低聚单元(2)的流出物分离成三个馏分：
·馏分(13)，被称作萃余液，其相当于未转化的烯烃和相当于低聚单元(12)的进料(7)的链烷烃，其可送往汽油池；
·轻质低聚产物馏分(15)，其沸点小于180℃，优选150℃，其构成再循环至FCC单元的第二进料；
·重质低聚产物馏分(14)，其沸点大于130℃，优选大于150℃，其并入由催化裂化单元(2)制成的中间馏分中。
2.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中再循环至FCC单元的被称作轻质低聚产物的馏分(15)与来自其它工艺例如焦化工艺、减粘裂化工艺、MTO（甲醇至烯烃）工艺或用于将醇转化成烯烃的任何其它工艺、蒸汽裂化或费托合成的可由数个不相交的馏分，例如C3至C6馏分和C8至C9馏分形成的富含C2至C9烯烃的馏分(17)混合，所述馏分能够独自或以混合物形式再循环。
3.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中所述催化裂化单元(2)由上升流模式的单提升管构成，所述反应器出口温度（ROT）为450℃至650℃，优选470℃至620℃，且C/O比为2至20，优选4至15。
4.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中所述催化裂化单元由两个分立的提升管反应器构成：
·一个在下列条件下处理主重质进料：450℃至640℃，优选470℃至620℃的反应器出口温度（ROT1）和2至20，优选4至15的C/O比；
·另一个在下列条件下处理所述轻质低聚产物馏分：500℃至750℃，优选570℃至650℃的反应器出口温度（ROT2），8至40的C/O比。
5.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中所述催化裂化单元使用含有一定比例的具有形式选择性的沸石的催化剂，所述沸石选自下列第一组：MEL（例如ZSM-11）、MFI（例如ZSM-5）、NES、EUO、FER、CHA（例如SAPO-34）、MFS、MWW。
6.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中所述催化裂化单元使用含有一定比例的具有形式选择性的沸石的催化剂，所述沸石选自下列第二组：NU-85、NU-86、NU-88和IM-5。
7.根据权利要求1的将初始沸点为340℃或更大的重质烃进料转化成中间馏分的方法，其中具有形式选择性的沸石相对于所述催化剂重量的比例为5%至40%。
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Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106268932A (zh) * 2015-06-09 2017-01-04 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化催化剂及其制备方法与应用
CN106574193A (zh) * 2014-07-28 2017-04-19 沙索技术有限公司 油田烃的生产

Families Citing this family (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
FR2986799B1 (fr) * 2012-02-15 2015-02-06 IFP Energies Nouvelles Procede de conversion d'une charge lourde, mettant en oeuvre une unite de craquage catalytique et une etape d'hydrogenation selective de l'essence issue du craquage catalytique
US9181500B2 (en) 2014-03-25 2015-11-10 Uop Llc Process and apparatus for recycling cracked hydrocarbons
US10385279B2 (en) 2014-03-25 2019-08-20 Uop Llc Process and apparatus for recycling cracked hydrocarbons
US20160137934A1 (en) * 2014-11-19 2016-05-19 Uop Llc Flexible operation of oligomerization process
FR3045652B1 (fr) * 2015-12-22 2018-01-12 Axens Procede de fractionnement pour un procede d'oligomerisation d'olefines legeres
WO2018111540A1 (en) * 2016-12-15 2018-06-21 Exxonmobil Research And Engineering Company Efficient process for upgrading paraffins to gasoline
FR3089518B1 (fr) 2018-12-10 2020-11-20 Ifp Energies Now Procede ameliore de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel a un enchainement d’unites d’hydrocraquage, de vapocraquage et d’oligomerisation
FR3089519B1 (fr) 2018-12-10 2020-11-20 Ifp Energies Now Procédé amélioré de conversion d’une charge lourde en distillats moyens faisant appel à un enchainement d’unités d’hydrocraquage, de craquage catalytique de naphta et d’oligomérisation

Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3954600A (en) * 1974-02-15 1976-05-04 Exxon Research & Engineering Co. Catalytic cracking process for producing middle distillate
US4822477A (en) * 1987-06-11 1989-04-18 Mobil Oil Corporation Integrated process for gasoline production
EP0392590A1 (en) * 1989-04-11 1990-10-17 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Process for the conversion of a hydrocarbonaceous feedstock
US4966680A (en) * 1988-05-31 1990-10-30 Mobil Oil Corporation Integrated catalytic cracking process with light olefin upgrading
FR2659346A1 (fr) * 1990-03-09 1991-09-13 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage avec oligomerisation ou trimerisation des olefines presentes dans les effluents.
US5981818A (en) * 1995-03-21 1999-11-09 Stone & Webster Engineering Corp. Integrated cracking and olefins derivative process utilizing dilute olefins
FR2837213A1 (fr) * 2002-03-15 2003-09-19 Inst Francais Du Petrole Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde
WO2010023369A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-04 Ifp Procédé de conversion d'une charge lourde en essence et en propylène présentant une structure de rendement modulable
WO2010117539A2 (en) * 2009-03-31 2010-10-14 Uop Llc Process for oligomerizing dilute ethylene

Family Cites Families (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4720600A (en) * 1983-06-29 1988-01-19 Mobil Oil Corporation Production of middle distillate range hydrocarbons by light olefin upgrading
US5264115A (en) * 1987-12-30 1993-11-23 Compagnie De Raffinage Et De Distribution Total France Process and apparatus for fluidized bed hydrocarbon conversion
FR2752567B1 (fr) * 1996-08-23 1998-10-16 Inst Francais Du Petrole Zeolithe nu-88, son procede de preparation et ses applications catalytiques
US5846403A (en) * 1996-12-17 1998-12-08 Exxon Research And Engineering Company Recracking of cat naphtha for maximizing light olefins yields
US20010032802A1 (en) * 2000-03-23 2001-10-25 Eduardo Mon FCC process
FR2837199B1 (fr) 2002-03-15 2005-09-16 Inst Francais Du Petrole Procede de conversion en plusieurs etapes d'une charge comprenant des olefines a quatre, cinq atomes de carbone ou plus, en vue de produire du propylene
US7582203B2 (en) * 2004-08-10 2009-09-01 Shell Oil Company Hydrocarbon cracking process for converting gas oil preferentially to middle distillate and lower olefins
CA2576329A1 (en) * 2004-08-10 2006-02-23 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Method and apparatus for making a middle distillate product and lower olefins from a hydrocarbon feedstock
US7902412B2 (en) * 2007-07-23 2011-03-08 Uop Llc Use of olefin cracking to produce alkylate

Patent Citations (9)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3954600A (en) * 1974-02-15 1976-05-04 Exxon Research & Engineering Co. Catalytic cracking process for producing middle distillate
US4822477A (en) * 1987-06-11 1989-04-18 Mobil Oil Corporation Integrated process for gasoline production
US4966680A (en) * 1988-05-31 1990-10-30 Mobil Oil Corporation Integrated catalytic cracking process with light olefin upgrading
EP0392590A1 (en) * 1989-04-11 1990-10-17 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Process for the conversion of a hydrocarbonaceous feedstock
FR2659346A1 (fr) * 1990-03-09 1991-09-13 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage avec oligomerisation ou trimerisation des olefines presentes dans les effluents.
US5981818A (en) * 1995-03-21 1999-11-09 Stone & Webster Engineering Corp. Integrated cracking and olefins derivative process utilizing dilute olefins
FR2837213A1 (fr) * 2002-03-15 2003-09-19 Inst Francais Du Petrole Procede de production conjointe de propylene et d'essence a partir d'une charge relativement lourde
WO2010023369A1 (fr) * 2008-08-29 2010-03-04 Ifp Procédé de conversion d'une charge lourde en essence et en propylène présentant une structure de rendement modulable
WO2010117539A2 (en) * 2009-03-31 2010-10-14 Uop Llc Process for oligomerizing dilute ethylene

Cited By (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN106574193A (zh) * 2014-07-28 2017-04-19 沙索技术有限公司 油田烃的生产
CN106574193B (zh) * 2014-07-28 2019-08-16 沙索技术有限公司 油田烃的生产
CN106268932A (zh) * 2015-06-09 2017-01-04 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化催化剂及其制备方法与应用
CN106268932B (zh) * 2015-06-09 2019-07-23 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化催化剂及其制备方法与应用

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Publication number Publication date
RU2013128868A (ru) 2014-12-27
US10077218B2 (en) 2018-09-18
RU2563655C2 (ru) 2015-09-20
WO2012069709A2 (fr) 2012-05-31
FR2968010A1 (fr) 2012-06-01
US20130281749A1 (en) 2013-10-24
WO2012069709A3 (fr) 2012-12-20
CN103221514B (zh) 2016-04-13
FR2968010B1 (fr) 2014-03-14

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