CN103703106A - 用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法 - Google Patents

用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法 Download PDF

Info

Publication number
CN103703106A
CN103703106A CN201280036679.9A CN201280036679A CN103703106A CN 103703106 A CN103703106 A CN 103703106A CN 201280036679 A CN201280036679 A CN 201280036679A CN 103703106 A CN103703106 A CN 103703106A
Authority
CN
China
Prior art keywords
air lift
separation
product
district
spent catalyst
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN201280036679.9A
Other languages
English (en)
Inventor
陈岳孟
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Shell Internationale Research Maatschappij BV
Original Assignee
Shell Internationale Research Maatschappij BV
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Shell Internationale Research Maatschappij BV filed Critical Shell Internationale Research Maatschappij BV
Publication of CN103703106A publication Critical patent/CN103703106A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Images

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
    • B01J8/0055—Separating solid material from the gas/liquid stream using cyclones
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • B01J8/26—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with two or more fluidised beds, e.g. reactor and regeneration installations
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00796—Details of the reactor or of the particulate material
    • B01J2208/00823—Mixing elements
    • B01J2208/00831—Stationary elements
    • B01J2208/0084—Stationary elements inside the bed, e.g. baffles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C10G2300/701—Use of spent catalysts
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C10G2300/708—Coking aspect, coke content and composition of deposits
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/04—Diesel oil
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/06—Gasoil
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/08—Jet fuel
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)

Abstract

用来优先制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法。所述系统和方法处理多种烃原料从而选择性生产中间馏分油沸程产品和低级烯烃。所述系统和方法应用两个提升管反应器、用于分离由两个提升管反应器接收的裂化产品和裂化催化剂的单容器，和用来再生结焦或失效的裂化催化剂的再生器。

Description

用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法
技术领域
本发明涉及应用双提升管催化系统和方法由烃原料生产中间馏分油产品和低级烯烃的方法和设备。 
背景技术
重质烃流化催化裂化(FCC)生产低沸点烃类产品如汽油自二十世纪四十年代已经开始。通常，FCC装置或工艺系统包括单个提升管反应器、催化剂分离器和气提器以及再生器。将FCC原料引入提升管反应器，在其中它与来自再生器的热FCC催化剂接触。FCC原料和FCC催化剂的混合物流过提升管反应器和进入催化剂分离器，在其中裂化产品与FCC催化剂分离。分离后的裂化产品由催化剂分离器进入下游分离系统，而分离后的催化剂进入再生器，在其中将裂化反应期间在FCC催化剂上沉积的焦炭从催化剂上烧掉以提供再生催化剂。所得的再生催化剂用作上述热的FCC催化剂，并与引入提升管反应器的FCC原料混合。 
设计了许多方法和系统以提供高的FCC原料转化率，从而产生沸点在汽油沸程内的产品。但一些现有技术的方法优先转化烃原料为中间馏分油产品和低级烯烃。在Mo等人的美国专利公开US2006/0231461中公开了一种这样的方法。Mo等人教导的方法包括组合使用密相床反应器和提升管反应器，从而以一定方式处理瓦斯油原料和汽油原料以优先生产中间馏分油和低级烯烃。所公开的方法包括再生失效裂化催化剂和在密相床反应器中应用所得的再生催化剂。用过的再生催化剂从密相床反应器流出并被引入提升管反应器，在其中它与再生催化剂组合用于瓦斯油原料的流化催化裂化。 
其它出版物公开了组合应用提升管反应器或组合应用密相流化床反应器与提升管反应器以再次裂化由瓦斯油裂化获得的汽油产品。Davis,Jr.等人的美国专利US3,928,172公开了多个涉及裂化汽油经含沸石的催化剂再次裂化的替代流化催化剂系统和方法。Davis判断沸石催化剂能够实现一定程度的辛烷值改进，而这种效果之前用无定形二氧化硅-氧化铝催化剂是不可能的。 
Davis公开的一种方法和系统应用带有安装在催化剂流动序列内的单个提升管反应器的密相床反应器，从而密相床放置在再生器和提升管之间。Davis还公开了一种烃提质方法，该方法包括其中裂化瓦斯油的第一裂化区和其中裂化汽油的第二裂化区。第二裂化区可以包括密相床。在Davis的另一项公开中，汽油在密相床反应区内裂化，其中向密相床反应区中引入新鲜的再生催化剂。然后来自密相床反应区的催化剂用于在提升管裂化区中裂化瓦斯油。 
在Chinese Journal of Chemical Engineering，16(3)394-400(2008)中公开的题为“用于转化植物油和动物油为清洁燃料和轻烯烃的替代工艺技术”的文章中，作者田等人公开了应用两个提升管的催化裂化方法，其中两个提升管应用共同的沉降器和再生器。新鲜原料引入第一级提升管，而汽油或重油或这两者的循环物流引入第二级提升管。但其中没有公开应用多个催化剂分离器或气提器，也没有公开选择性分离或气提来自每个提升管的催化剂并分别或选择性进行循环。 
发明内容
本发明的一个目的是提供用于优先转化烃原料为中间馏分油产品和低级烯烃的方法和设备。 
因此，提供了用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法，其中所述方法包括：通过在第一催化裂化条件下在第一提升管反应器区使第一烃原料与干净失效催化剂和第一部分再生裂化催化剂的组合物接触而在第一提升管反应器区内催化裂化第一烃原料，以产生包含第一裂化产品和结焦失效催化剂的第一提升管反应器产品； 通过在第二催化裂化条件下在第二提升管反应器区使第二烃原料与第二部分再生裂化催化剂接触而在第二提升管反应器区内催化裂化第二烃原料，以产生包含第二裂化产品和所述干净失效催化剂的第二提升管反应器产品；将所述第一提升管反应器产品送至单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器提供设施用来将所述第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂；将所述第二提升管反应器产品送至所述单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器提供设施用来将所述第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂；应用至少部分所述分离后的干净失效催化剂作为所述组合物的所述干净失效催化剂；和将所述分离后的结焦失效催化剂送至再生器，所述再生器定义了再生区并提供设施用来再生所述分离后的结焦失效催化剂，以产生所述再生裂化催化剂。 
附图说明
图1的工艺流程图示意性描述了本发明方法一个实施方案的某些方面。 
图2给出了图1中所述单容器分离器/气提器一个实施方案的放大示意图。 
具体实施方式
本发明提供用来处理烃原料以选择性或优先生产中间馏分油沸程产品和低级烯烃的方法和设备。本发明方法应用两个提升管反应器、用来分离由两个提升管反应器接收的裂化产品和裂化催化剂的单容器、和用来再生结焦或失效裂化催化剂的再生器。两个提升管反应器、单容器分离器/气提器和再生器在操作上进行整合，以提供实施本发明方法的过程系统。 
在本发明的方法中，将第一烃原料引入由第一提升管反应器定义的第一提升管反应器区的底部。将热的裂化催化剂也引入第一提升管 反应器区，在其中它在合适的第一催化裂化条件下与第一烃原料混合和接触，以催化裂化第一烃原料。另外，将第二烃原料引入由第二提升管反应器定义的第二提升管反应器区的底部。将再生催化剂引入第二提升管反应器区，在其中它在合适的第二催化裂化条件下与第二烃原料混合和接触，以催化裂化第二烃原料。 
本发明方法中应用和在工艺系统中循环的新鲜催化裂化催化剂可以是现有技术中已知的在本发明构想的催化裂化条件下具有裂化活性的任何合适的裂化催化剂。用于本发明方法的优选的催化裂化催化剂包括可流化裂化催化剂，它包含分散在多孔无机耐高温氧化物基质或粘合剂中的具有裂化活性的分子筛。 
正如这里所应用，术语“分子筛”指根据它们各自的尺寸能够分离原子或分子的任何材料。适合用作裂化催化剂组分的分子筛包括柱状粘土、层状粘土和结晶铝硅酸盐。通常优选应用含结晶铝硅酸盐的裂化催化剂。这种铝硅酸盐的例子包括Y沸石、超稳Y沸石、X沸石、沸石β、沸石L、菱钾沸石、丝光沸石、八面沸石和沸石Ω。在裂化催化剂中应用的优选结晶铝硅酸盐为X和Y沸石，而Y沸石是最优选的。 
美国专利US3,130,007的公开内容在这里作为参考引用，其中描述了二氧化硅与氧化铝的总摩尔比为约3.0-6.0的Y-型沸石，和典型的Y沸石具有约5.0的二氧化硅与氧化铝的总摩尔比。也已知的是Y-型沸石通常通过二氧化硅与氧化铝的总摩尔比大于约6.0的沸石脱铝产生。因此，为了本发明的目的，Y沸石为具有Y沸石特征晶体结构(如Y沸石的主要X-射线粉末衍射图所示)、和二氧化硅与氧化铝的总摩尔比高于3.0的沸石，和包括二氧化硅与氧化铝的总摩尔比高于约6.0的Y-型沸石。 
用作裂化催化剂组分的沸石的稳定性和/或酸性可以通过使沸石与氢离子、铵离子、多价金属阳离子如含稀土的阳离子、镁阳离子或钙阳离子、或者氢离子、铵离子和多价金属阳离子的组合进行交换而增加，从而降低其钠含量，直到按Na2O计算，所述钠含量小于约 0.8wt%，优选小于约0.5wt%，和最优选小于约0.3wt%。实施离子交换作用的方法在现有技术中是公知的。 
在使用前，裂化催化剂的沸石或其它分子筛组分与多孔无机耐高温氧化物基质或粘合剂组合以形成成品催化剂。在成品催化剂中耐高温氧化物组分可以是二氧化硅-氧化铝、二氧化硅、氧化铝、天然或合成粘土、柱状或层状粘土、这些组分中一种或多种的混合物和类似物。无机耐高温氧化物基质优选包括二氧化硅-氧化铝和粘土如高岭土、锂蒙脱石、海泡石和绿坡缕石的混合物。 
优选的成品催化剂通常包含约5-40wt%的沸石或其它分子筛和大于约20wt%的无机耐高温氧化物。通常，成品催化剂可以包含约10-35wt%的沸石或其它分子筛、约10-30wt%的无机耐高温氧化物和约30-70wt%的粘土。 
裂化催化剂的结晶铝硅酸盐或其它分子筛组分可以与多孔的无机耐高温氧化物组分或其前体通过现有技术已知的任何合适技术组合，所述技术包括混合、研磨、共混或均化。可以应用的前体的例子包括氧化铝、氧化铝溶胶、二氧化硅溶胶、氧化锆、氧化铝水凝胶、铝和锆的聚氧阳离子、和胶溶的氧化铝。 
在制备裂化催化剂的优选方法中，沸石与铝硅酸盐凝胶或溶胶或其它无机耐高温氧化物组分组合，并将所得的混合物喷雾干燥，以生产粒径通常为约40-80微米的成品催化剂颗粒。但如果需要，可以将沸石或其它分子筛研磨或者与耐高温氧化物组分或其前体混合、挤出和然后研磨至理想的粒度范围。成品催化剂通常具有约0.30-0.90g/cm3的平均堆密度和约0.10-0.90cm3/g的孔体积。 
第一烃原料可以为可加入流化催化裂化装置或者将提供特别理想的产品混合物的任何合适的烃原料。在本发明方法的一个优选实施方案中，第一烃原料为瓦斯油。通常来说，沸程为345-760℃(653-1400℉)的烃混合物可以合适地用作本发明的第一烃原料。可制备合适的瓦斯油原料的炼厂原料物流类型的例子包括真空瓦斯油、焦化瓦斯油、直馏渣油、热裂化油和其它烃物流。 
催化裂化条件可以由一些参数定义，如特定提升管反应器中烃的平均停留时间、催化剂与油的比和提升管反应器的温度。 
第一提升管反应器区操作的第一催化裂化条件可以包括烃在第一提升管反应器区内的平均停留时间通常为至多约5-10秒，但通常为0.1-5秒。 
引入第一反应器区的催化剂(即按如下所定义的第一部分再生裂化催化剂和按如下所定义的至少部分分离后的干净失效催化剂)与第一烃原料的重量比(催化剂/油的比)通常可以为约2-100，和甚至高达150。催化剂与油的比更通常可以为5-100。 
第一提升管反应器区中的温度通常可以为约400-600℃(752-1112℉)。第一提升管反应器的温度更通常可以为约450-550℃(842-1022℉)。 
加入到FCC装置或工艺系统的第二烃原料可以为可加入流化催化裂化装置或者将提供理想的产品混合物的任何合适的烃原料。在本发明方法的一个优选实施方案中，第二烃原料为沸点在石脑油或汽油沸程范围的石脑油或汽油原料。汽油原料通常包括沸点为约32-204℃(90-400℉)的烃。可用作本发明方法的汽油原料的炼厂物流的例子包括直馏汽油、石脑油、催化裂化汽油和焦化石脑油。 
第二提升管反应器区操作的第二催化裂化条件可以包括烃在第二提升管反应器区内的平均停留时间通常为至多约20秒，但所述平均停留时间通常为0.1-10秒。 
催化剂(即按这里所定义的第二部分再生裂化催化剂)与第二烃原料的重量比(催化剂/油的比)通常可以为约2-100，和甚至可以高达150。催化剂与油的比更通常可以为5-100。 
第二提升管反应器区中的温度通常可以为约482-871℃(900-1600℉)。第二提升管反应器区的温度更通常可以为538-732℃(1000-1350℉)。 
随第一烃原料引入第一提升管反应器区的热裂化催化剂包括由再生器移出的再生裂化催化剂和所谓的干净失效催化剂。因此，干净失 效催化剂和至少部分再生裂化催化剂的组合物在第一提升管反应器区内与第一烃原料接触。 
干净失效催化剂在这里被称为“干净”是因为它来源于由第二提升管反应器定义的第二提升管反应器区的产品。本方法的第二提升管反应器区在合适的第二催化裂化条件下操作，而该条件比第一提升管反应器区操作的反应条件更苛刻。加入到第二提升管反应器区的第二烃原料优选为比加入到第一提升管反应器区的第一烃原料更轻的原料，因此结焦产率更低。 
由于裂化更轻的原料，由第二提升管反应器区的产品得到的用过的裂化催化剂比由第一提升管反应器区的产品得到的失效的或结焦的失效催化剂具有更低的焦炭浓度。因此，由第二提升管反应器产品得到的用过的裂化催化剂在此被称为“干净”的，目的是为了与由第一提升管反应器产品得到的失效的或结焦的失效催化剂区分开来。 
第一提升管反应器区产生的为包含第一裂化产品和结焦失效催化剂的第一提升管反应器产品。第一提升管反应器产品流过单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器提供设施将第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂。 
以催化剂和碳的总重量计，分离后的结焦失效催化剂含有约0.5-5wt%的焦炭含量。分离后的结焦失效催化剂上的焦炭含量更通常为约0.5-1.5wt%。 
第二提升管反应器产品由第二提升管反应器区产生，和包含第二裂化产品和干净的失效催化剂。第二提升管反应器产品也流过单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器另外提供设施将第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂。 
分离后的干净失效催化剂的焦炭含量通常比分离后的结焦失效催化剂的焦炭含量低。以催化剂和碳的总重量计，分离后的干净失效催化剂的焦炭含量通常为约0.1-1wt%。分离后的干净失效催化剂上的焦炭含量更通常为约0.1-0.6wt%。 
应用或采用单容器装置接收来自第一提升管反应器区的第一提升管反应器产品和来自第二提升管反应器区的第二提升管反应器产品是本发明方法和设备的重要特征。应用单容器装置不仅有助于提供本发明的双提升管催化裂化方法的独特工艺流程和产品收率，而且当现有的具有与单分离器/气提器相连的单提升管反应器的流化催化裂化装置被改造为包括两个提升管反应器时，在这种情况下应用本发明可能是特别有益的。在这种情况下，通过应用现有的单分离器/气提器容器或装置并对其进行改造以提供用来将第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂的设施和用来将第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂的设施，可以明显节约改造费用。 
一个典型的流化催化裂化装置的分离器/气提器装置包括定义了分离区和气提区的容器。在分离区内，可能有一个或多个定义了一个或多个旋风分离区的旋风分离器。旋风分离器可以串联或并联操作，和它们提供设施用于接收提升管反应器流出物和用于分离提升管反应器流出物的失效催化剂和催化裂化气态烃。分离后的气态烃产品流出旋风分离器和分离器/气提器装置进入下游，以进一步处理如用流化催化裂化装置的主分馏塔处理。分离后的失效催化剂从旋风分离器流过料腿进入气提区或分离器/气提装置的区域内。分离后的失效催化剂通常在气提区内应用引入分离器/气提器装置的气提区的气提蒸汽气提出烃。气提后的催化剂通过催化剂立管从分离器/气提器装置的气提区脱除。 
如上所述，本发明的方法和装置或系统用来接收第一提升管反应器产品和第二提升管反应器产品进入单容器分离器/气提器中。在由单容器分离器/气提器定义的分离区内有第一分离设施和第二分离设施。第一分离设施用于将第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂。第二分离设施用于将第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂。 
现有技术已知的任何合适的设施均可以用作第一分离设施或第二 分离设施，但通常和优选地，这种设施包括应用离心流动和重力来分离烃气体和催化剂颗粒的旋风分离器。合适的旋风分离器的多种形式和设计及其应用对本领域的熟练技术人员来说是已知的。 
由两个分离设施产生的分离后的第一裂化产品和分离后的第二裂化产品从单容器分离器/气提器流向下游，在那里可以对它们进行进一步处理。优选的是分离后的第一裂化产品和分离后的第二裂化产品单独或者组合起来进入一个或多个分馏塔，但典型地，组合物流流向主分馏塔。主分馏塔定义了分馏区，并提供设施用于将分离后的第一裂化产品或分离后的第二裂化产品或这两者的组合分离为包括石脑油产品物流的一个或多个产品物流。其它产品物流可以包括低级烯烃物流、裂化汽油物流和裂化瓦斯油物流。 
单容器分离器/气提器还定义了包括第一气提区和第二气提区的气提区，所述气提区通常包含在单容器分离器/气提器的底部区域内。每个气提区由定义了两个气提区的分隔设施来提供。分隔设施可以是将单容器分离器/气提器底部区域分隔为定义第一气提区和第二气提区的隔室的任何装置或设备或设施。这种分隔设施的例子可以包括由包括金属或陶瓷材料的任何合适材料制造的壁、金属或其它合适材料制造的板及金属或其它合适材料制造的隔板。 
在单容器分离器/气提器的操作中，分离后的结焦失效催化剂从第一分离设施落入第一气提区，在其中气提出烃，和分离后的干净失效催化剂从第二分离设施落入第二气提区，在其中气提出烃。可以应用任何合适的气提流体从分离后的结焦失效催化剂或分离后的干净失效催化剂或这两者中气提出烃，但优选的气提流体为蒸汽，它通常可以被引入单容器分离器/气提器的各气提区或段的底部。气提出的烃与分离后的第一裂化产品和分离后第二裂化产品一起进入下游用于进一步处理。 
单容器分离器/气提器还可以配备有干净催化剂抽出管道和催化剂立管。干净催化剂抽出管道提供设施用来从第二气提区抽出至少部分分离后的干净失效催化剂并将所述至少部分分离后的干净失效催化 剂输送引入第一提升管反应器的第一提升管反应器区，在其中它与第一烃原料接触。 
剩余部分的分离后的干净失效催化剂(即未通过干净催化剂抽出管道从第二气提区脱除的那部分分离后的干净失效催化剂)将与分离后的结焦失效催化剂一起从单容器分离器/气提器的气提区经过催化剂立管输送至再生器。因此，干净催化剂抽出管道提供第二气提区与第一提升管反应器区之间的流体连通。这种流体连通允许从第二气提区抽出至少部分分离后的干净失效催化剂和将其引入第一提升管反应器区。 
在单容器分离器/气提器的气提区中，分离后的结焦失效催化剂通过第一气提区至单容器分离器/气提器的底部，和未经干净催化剂抽出管道从第二气提区脱除的剩余部分的分离后的干净失效催化剂通过催化剂立管由气提区底部脱除。 
如上所述，分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂经由催化剂立管输送至再生器，和因此催化剂立管提供单容器分离器/气提器的包括第一气提区和第二气提区的气提区与再生器的再生区之间的流体连通。该流体连通允许从气提区或第一气提区或这两者中抽出分离后的结焦失效催化剂和将其引入再生器的再生区，和该流体连通允许从气提区或第二气提区或这两者中抽出未经干净催化剂抽出管道从第二气提区脱除的剩余部分的分离后的干净失效催化剂，和将其引入再生器的再生区。 
分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂可以分别从单容器分离器/气提器的气提区脱除，以分别引入再生区，或者可以从气提区脱除这两股流动的组合物或混合物并引入再生区。 
本发明方法或装置的优选实施方案提供一起由单容器分离器/气提器气提区的底部区域脱除的分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂的组合物流，并输送至再生器的再生区，在其中进行再生以产生再生裂化催化剂。 
所述方法或系统的再生器提供设施用于使分离后的结焦失效催化 剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂再生以产生再生裂化催化剂。再生器定义了再生区，向该区引入分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂，和在其中对沉积的碳进行燃烧以提供碳含量降低的再生裂化催化剂。再生器通常为定义了再生区的任何合适构造的垂直容器，和其中分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂利用向上通过的含氧再生气体如空气保持为流化床。 
再生区内的再生温度通常保持为约621-760℃(1150-1400℉)，和更典型地为677-715℃(1250-1320℉)。 
再生区内的压力通常为约常压至约345kPa(50psig)，和优选为约34-345kPa(5-50psig)。 
分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂在再生区内的停留时间为约1-6分钟，和通常为约2-4分钟。 
再生裂化催化剂上的焦炭含量比引入再生器的再生区中的分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂的焦炭含量小。因此再生裂化催化剂的焦炭含量通常为约0.01-0.5wt%。再生裂化催化剂的焦炭含量优选小于0.1wt%，和更优选为0.01-0.1wt%。 
从再生器产生的再生裂化催化剂可用作引入第一提升管反应器区和第二提升管反应器区的用于与各烃原料接触的热裂化催化剂。因此，第一部分再生裂化催化剂被引入第一提升管反应器区，在其中与第一烃原料接触，和第二部分再生裂化催化剂被引入第二提升管反应器区，在其中与第二烃原料接触。 
下面参考附图1，其中给出了代表本发明方法10的某些实施方案的工艺流程示意图。在工艺10中，优选为瓦斯油原料的第一烃原料流过管道12并被引入由第一提升管反应器16定义的第一提升管反应器区14中。第一提升管反应器16为垂直延伸的细长管。 
将第一烃原料在第一提升管反应器16的底部处或附近引入第一提升管反应器区14，在其中它与热催化剂混合或接触。第一烃原料与热催化剂的混合物流过第一提升管反应器区14，所述区在合适的第一 催化裂化条件下操作以提供第一提升管反应器产品。包含第一裂化产品和结焦失效催化剂的第一提升管反应器产品由第一提升管反应器区14得到，并通过管道18由第一提升管反应器16的出口20经入口24引入单容器分离器/气提器22。 
被引入第一提升管反应器区14的热催化剂的来源包括：由再生器26移出的再生裂化催化剂；和从单容器分离器/气提器22移出的干净失效催化剂。再生裂化催化剂从再生器26经由管道28输送和第一部分再生裂化催化剂经由管道30引入第一提升管反应器区14中。 
第二部分再生裂化催化剂经由管道32输送并被引入由第二提升管反应器36定义的第二提升管反应器区34中。优选为石脑油或汽油原料但也可以包括馏分油如煤油或柴油或者甚至轻或重瓦斯油的第二烃原料经由管道44在第二提升管反应器36的底部或附近引入第二提升管反应器区34，其中它与第二部分再生裂化催化剂混合或接触。 
第二烃原料和第二部分再生裂化催化剂的混合物流过第二提升管反应器区34，其中所述第二提升管反应器区34在合适的第二催化裂化条件下操作以提供第二提升管反应器产品。第二提升管反应器产品包含第二裂化产品和干净的失效催化剂，它由第二提升管反应器区34产生，并经由管道38从第二提升管反应器36的出口40输送，从而通过入口42引入单容器分离器/气提器22。由第二提升管反应器区34的产品获得干净的失效催化剂。 
单容器分离器/气提器22提供设施用来经由管道18和通过入口24接收第一提升管反应器产品和经由管道38和通过入口42接收第二提升管反应器产品。单容器分离器/气提器22包括和定义了分离区46和气提区50。在分离区46内包含有一个或多个第一旋风分离器54，它们提供第一分离设施用于将第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂，还包含有一个或多个第二旋风分离器58，它们提供第二分离设施用于将第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂。 
单容器分离器/气提器22的气提区50通过分隔壁66分隔为至少 第一气提区60和第二气提区64。分隔壁66垂直延伸通过气提区50，并提供设施将单容器分离器/气提器22的底部区域分隔为两个单独的隔室，所述隔室定义了第一气提区60和第二气提区64。第一旋风分离器54通过第一旋风分离器底部排出管道55将分离后的结焦失效催化剂排入第一气提区60。第二旋风分离器58通过第二旋风分离器底部排出管道59将分离后的干净失效催化剂排入第二气提区64。每一个气提区内配备有档板或塔盘68，用于强化下落的催化剂和经由管道72引入气提区50的气提流体如蒸汽之间的接触，从而辅助从下落的催化剂中气提出烃。 
干净催化剂抽出管道74延伸入第二气提区64并用于从第二气提区64抽出至少部分分离后的干净失效催化剂，和经由干净催化剂抽出管道74将所述至少部分分离后的干净失效催化剂输送至第一提升管反应器区14。因此，干净催化剂抽出管道74提供第二气提区64和第一提升管反应器区14之间的催化剂输送设施，其中至少部分分离后的干净失效催化剂和第一部分再生裂化催化剂两者在第一提升管反应器区14中组合应用并在第一提升管反应器区14的合适的第一催化裂化条件下与第一烃原料接触。 
分隔并定义了第一气提区60和第二气提区64的分隔壁66可以延伸至单容器分离器/气提器22的内底部，至干净催化剂抽出管道74的开口下方，由此分隔第一和第二气提区。分隔壁66也可以只延伸大约至和终止于单容器分离器/气提器22的内底部上方的位置，从而提供第一气提区60和第二气提区64之间的开口通道78，由此允许流体或催化剂在各区间流动。可以应用任何其它合适的设施(图中未示出)来提供第一气提区60和第二气提区64之间的流体或催化剂流动，例如在分隔壁66内或由分隔壁66定义的开口或通过分隔壁66的管道或以类似于由开口通道78提供的方式使流体或催化剂在第一气提区60和第二气提区64之间流动连通的任何其它设施。 
催化剂立管80延伸入单容器分离器/气提器22的底部区域，和用来从第一气提区60脱除或抽出分离后的结焦失效催化剂，和经由催化 剂立管80将分离后的结焦失效催化剂输送至再生器26，用于将其引入由再生器26定义的再生区82。催化剂立管80还用来从第二气提区64脱除或抽出未经干净催化剂抽出管道74由第二气提区64脱除的剩余部分的分离后的干净失效催化剂，并将其输送至再生器26，用于将其引入再生器区82。 
再生器26定义了再生区82，和提供设施用来使分离后的结焦失效催化剂或剩余部分的分离后的干净失效催化剂或这两者在碳燃烧条件下与含氧气体如空气接触，以从中脱除碳。含氧气体通过管道84引入再生区82，和燃烧气体从再生区82经由管道86进入下游，用于进一步处理或加工。 
分离后的第一裂化产品经由管道88由第一旋风分离器54流出和分离后的第二裂化产品经由管道90由第二旋风分离器58流出。分离后的第一裂化产品或分离后的第二裂化产品或这两股物流的组合可以被输送至主精馏塔或系统94。主精馏塔或系统94可以为本领域的熟练技术人员已知的用于回收和分离裂化产品物流为各种FCC产品如裂解气、裂化汽油、裂化瓦斯油和循环油的任何分离系统，其中所述产品分别通过管道从主精馏塔94流出。 
系统94可以包括如下系统：吸收器、气提器、精馏塔、压缩机和分离器或已知系统的任意组合，用于回收和分离裂化产品，其中所述裂化产品可以构成分离后的第一裂化产品或分离后的第二裂化产品或这两者。在本方法的优选实施方案中，分离后的第一裂化产品和分离后的第二裂化产品的组合经由管道106流入主精馏塔94，其中主精馏塔94提供设施使它们分离为如上所述包括裂化汽油或石脑油产品物流的一个或多个产品物流。 
在本发明方法的一个实施方案中，经由管道100从系统94流出的至少部分裂化汽油或石脑油产品物流进行循环，并用作经由管道44引入第二提升管反应器区34的第二烃原料。 
附图2给出了附图1中作为本发明方法或系统的特征的一个实施方案描述的单容器分离器/气提器22的放大示意图。单容器分离器/气 提器22定义了通常包含在单容器分离器/气提器22的上部区域内的分离区46和通常包含在单容器分离器/气提器22的底部区域内的气提区50。气提区50通过分隔壁66分隔为第一气提区60和第二气提区64。分隔壁66提供分隔设施用来定义第一气提区60和第二气提区64。 
在分离区46内设置有一个或多个第一旋风分离器54和一个或多个第二旋风分离器58。第一提升管反应器产品通过管道18和入口24引入第一旋风分离器54，和第二提升管反应器产品通过管道38和入口42引入第二旋风分离器58。第一旋风分离器54提供设施用来将第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂。分离后的结焦失效催化剂通过第一旋风分离器54的一个或多个料腿110落入气提区50的第一气提区60。在气提区50内的催化剂床层具有高度112。 
第二旋风分离器58提供设施用来将第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂。分离后的干净失效催化剂通过第二旋风分离器58的一个或多个料腿114落入气提区50的第二气提区64。 
在第一气提区60和第二气提区64内分别应用塔盘或档板68，用来强化从第一旋风分离器54和第二旋风分离器58下落的催化剂与引入到气提区的气提流体之间的接触。气提流体经由管道72和分配环118引入气提区，其中所述分配环提供设施用来将气提流体如蒸汽分配进入第一气提区60或第二气提区64或两个气提区(气提区50)。 
干净催化剂抽出管道74延伸进入第二气提区64，和提供设施用来通过入口120从第二气提区64抽出至少部分分离后的干净失效催化剂。所述至少部分分离后的干净失效催化剂按箭头122所示方向通过干净催化剂抽出管道74输送至第一提升管反应器区14(图2中未示出)。 
分隔壁66提供位于单容器分离器/气提器22底部附近的开口通道78。可以通过任何合适的方式提供开口通道78，例如只延伸分隔壁66大致但不完全到达单容器分离器/气提器22的内底部，从而提供允许 在第一气提区60和第二气提区64之间流体流动连通的开口。也可以应用任何其它结构以经由开口通道78提供第一气提区60和第二气提区64之间的流体流动连通。 
催化剂立管80延伸入气提区50的底部区域，和通过催化剂立管80的入口124抽出分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂。分离后的结焦失效催化剂和剩余部分的分离后的干净失效催化剂按箭头126所示方向流过催化剂立管80，被引入再生区82(在图2中未示出)。 
分离后的第一裂化产品流过管道88和分离后的第二裂化产品流过管道90，通过抽出管口设施130收集，用来从单容器分离器/气提器22收集和抽出分离后的裂化产品。这些裂化产品通过管道106输送至下游，被引入主精馏塔94(图2中未示出)。 

Claims (7)

1.用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法，其中所述方法包括:
通过在第一催化裂化条件下在第一提升管反应器区使第一烃原料与干净失效催化剂和第一部分再生裂化催化剂的组合物接触而在第一提升管反应器区内催化裂化第一烃原料，以产生包含第一裂化产品和结焦失效催化剂的第一提升管反应器产品；
通过在第二催化裂化条件下在第二提升管反应器区使第二烃原料与第二部分再生裂化催化剂接触而在第二提升管反应器区内催化裂化第二烃原料，以产生包含第二裂化产品和所述干净失效催化剂的第二提升管反应器产品；
将所述第一提升管反应器产品送至单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器提供设施用来将所述第一提升管反应器产品分离为分离后的第一裂化产品和分离后的结焦失效催化剂；
将所述第二提升管反应器产品送至所述单容器分离器/气提器，所述单容器分离器/气提器提供设施用来将所述第二提升管反应器产品分离为分离后的第二裂化产品和分离后的干净失效催化剂；
应用至少部分所述分离后的干净失效催化剂作为所述组合物的所述干净失效催化剂；和
将所述分离后的结焦失效催化剂和所述剩余的所述分离后的干净失效催化剂送至再生器，所述再生器定义了再生区并提供设施用来再生所述分离后的结焦失效催化剂，以产生所述再生裂化催化剂。
2.权利要求1所述的方法，还包括：
将所述分离后的第一裂化产品和所述分离后的第二裂化产品送至分馏塔，所述分馏塔定义分馏区和提供分馏设施，用于将所述分离后的第一裂化产品或所述分离后的第二裂化产品或这两者分离为包括石脑油产品物流的一个或多个产品物流。
3.权利要求2所述的方法，还包括：
应用至少部分所述石脑油产品物流作为至少部分所述第二烃原料。
4.权利要求3所述的方法，其中所述单容器分离器/气提器定义了分离区，所述分离区包括第一分离设施和第二分离设施，所述第一分离设施用于将所述第一提升管反应器产品分离为所述分离后的第一裂化产品和所述分离后的结焦失效催化剂，和所述第二分离设施用于将所述第二提升管反应器产品分离为所述分离后的第二裂化产品和所述分离后的干净失效催化剂，和其中所述单容器分离器/气提器还定义了气提区，所述气提区包括由分隔设施提供的第一气提区和第二气提区，所述分隔设施用来定义在所述单容器分离器/气提器内包含的所述第一气提区和所述第二气提区，和其中在所述第一气提区内从所述分离后的结焦失效催化剂中气提出烃，和其中在所述第二气提区内从所述分离后的干净失效催化剂中气提出烃。
5.权利要求4所述的方法，其中所述单容器分离器/气提器还包括干净催化剂抽出管道和催化剂立管，其中所述干净催化剂抽出管道提供所述第二气提区和所述第一提升管反应器区之间的流体连通，从而允许从所述第二气提区抽出所述至少部分分离后的干净失效催化剂和将所述分离后的干净失效催化剂引入所述第一提升管反应器区，和其中所述催化剂立管提供所述气提区和所述再生区之间的流体连通，从而允许抽出所述剩余部分的分离后的干净失效催化剂和所述分离后的结焦失效催化剂，和将所述剩余部分的分离后的干净失效催化剂和所述分离后的结焦失效催化剂引入所述再生区。
6.权利要求5所述的方法，其中所述单容器分离器/气提器还包括在所述分离区和所述精馏区之间流体连通的产品抽出管道，和提供产品抽出设施用来从所述第二分离区抽出所述分离后的第一裂化产品或所述分离后的第二裂化产品或这两者，和将所述分离后的第一裂化产品或所述分离后的第二裂化产品或这两者引入到所述精馏区中。
7.权利要求1所述的方法，还包括：
将剩余部分的分离后的干净失效催化剂输送至所述再生器，其中所述再生器提供设施用来再生所述剩余部分的分离后的干净失效催化剂以产生所述再生裂化催化剂。
CN201280036679.9A 2011-06-30 2012-06-28 用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法 Pending CN103703106A (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US201161503221P 2011-06-30 2011-06-30
US61/503,221 2011-06-30
PCT/US2012/044495 WO2013003515A1 (en) 2011-06-30 2012-06-28 A dual riser catalytic cracking process for making middle distillate and lower olefins

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN103703106A true CN103703106A (zh) 2014-04-02

Family

ID=46516831

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN201280036679.9A Pending CN103703106A (zh) 2011-06-30 2012-06-28 用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法

Country Status (5)

Country Link
US (1) US20130001131A1 (zh)
EP (1) EP2726575A1 (zh)
CN (1) CN103703106A (zh)
RU (1) RU2014103008A (zh)
WO (1) WO2013003515A1 (zh)

Cited By (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104232148A (zh) * 2014-09-22 2014-12-24 中国石油大学 一种减缓结焦的两段提升管催化裂化沉降器
CN110387253A (zh) * 2018-04-19 2019-10-29 中国石油大学(华东) 一种两段提升管催化裂化防结焦沉降器

Families Citing this family (6)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20150136647A1 (en) * 2013-11-21 2015-05-21 Kellogg Brown & Root Llc Reactor and main fractionator configuration for producing diesel
US9649642B2 (en) 2014-08-13 2017-05-16 Uop Llc Separation process and apparatus
US9670421B2 (en) 2014-08-13 2017-06-06 Uop Llc Separation process and apparatus
EP3365412B1 (en) 2015-10-21 2020-08-05 Hindustan Petroleum Corporation Limited Methods and apparatus for fluid catalytic cracking
CN109647292B (zh) * 2017-10-10 2022-03-11 中国石油化工股份有限公司 一种采用流化床由合成气制备低碳烯烃的方法
US20240017228A1 (en) * 2022-07-14 2024-01-18 Uop Llc Process and apparatus for separating catalyst from product gas

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3849291A (en) * 1971-10-05 1974-11-19 Mobil Oil Corp High temperature catalytic cracking with low coke producing crystalline zeolite catalysts
US3894933A (en) * 1974-04-02 1975-07-15 Mobil Oil Corp Method for producing light fuel oil
US3974062A (en) * 1974-10-17 1976-08-10 Mobil Oil Corporation Conversion of full range crude oils with low molecular weight carbon-hydrogen fragment contributors over zeolite catalysts
US6287522B1 (en) * 1998-10-05 2001-09-11 Uop Llc FCC apparatus with dual riser

Family Cites Families (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3130007A (en) 1961-05-12 1964-04-21 Union Carbide Corp Crystalline zeolite y
US3928172A (en) 1973-07-02 1975-12-23 Mobil Oil Corp Catalytic cracking of FCC gasoline and virgin naphtha
CN100448953C (zh) * 2000-02-16 2009-01-07 印度石油股份有限公司 由重烃原料以高产率生产中间馏分产品的多级选择性催化裂化方法和系统
KR20070056090A (ko) 2004-08-10 2007-05-31 쉘 인터내셔날 리써취 마트샤피지 비.브이. 탄화수소 원료로 중간 증류 제품 및 저급 올레핀을 만드는방법 및 장치
US7491315B2 (en) * 2006-08-11 2009-02-17 Kellogg Brown & Root Llc Dual riser FCC reactor process with light and mixed light/heavy feeds

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3849291A (en) * 1971-10-05 1974-11-19 Mobil Oil Corp High temperature catalytic cracking with low coke producing crystalline zeolite catalysts
US3894933A (en) * 1974-04-02 1975-07-15 Mobil Oil Corp Method for producing light fuel oil
US3974062A (en) * 1974-10-17 1976-08-10 Mobil Oil Corporation Conversion of full range crude oils with low molecular weight carbon-hydrogen fragment contributors over zeolite catalysts
US6287522B1 (en) * 1998-10-05 2001-09-11 Uop Llc FCC apparatus with dual riser

Cited By (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN104232148A (zh) * 2014-09-22 2014-12-24 中国石油大学 一种减缓结焦的两段提升管催化裂化沉降器
CN104232148B (zh) * 2014-09-22 2016-06-01 中国石油大学(华东) 一种减缓结焦的两段提升管催化裂化沉降器
CN110387253A (zh) * 2018-04-19 2019-10-29 中国石油大学(华东) 一种两段提升管催化裂化防结焦沉降器

Also Published As

Publication number Publication date
EP2726575A1 (en) 2014-05-07
WO2013003515A1 (en) 2013-01-03
US20130001131A1 (en) 2013-01-03
RU2014103008A (ru) 2015-08-10

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CN103732726A (zh) 用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法
CN103703106A (zh) 用于制备中间馏分油和低级烯烃的双提升管催化裂化方法
RU2580829C2 (ru) Способ и устройство каталитического крекинга для получения пропилена
JP4656689B2 (ja) 流動触媒転換のためのライザ反応器
JP5339845B2 (ja) 流動接触分解方法
CN108350367B (zh) 流化催化裂化的方法和系统
JP2021531378A (ja) 炭化水素油の接触分解方法、反応器及システム
CN101210188B (zh) 一种烃油转化方法
JP3948905B2 (ja) 重質油の流動接触分解法
US20040140246A1 (en) Process for upgrading fcc product with additional reactor
CN103045300A (zh) 一种烃油转化方法
CN102268291B (zh) 一种降低汽油烯烃的催化裂化工艺与装置
CN105980527B (zh) 重油的流化催化裂化法
JP2002241765A (ja) 重質油の流動接触分解方法
CN109423333A (zh) 一种催化裂化方法
JP2019089907A (ja) 軽質オレフィンの製造方法
CN112745899B (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置
WO2015182329A1 (ja) 重質油の流動接触分解法
CN115895710A (zh) 一种生产低碳烯烃的催化转化方法及装置
CN117942874A (zh) 一种生产低碳烯烃和降低汽油芳烃含量的催化转化方法和系统
CN102453508B (zh) 一种烃油转化方法
CN114606021A (zh) 乙烯和丙烯的生产方法和系统
CN101889067A (zh) 由烃原料制备中间馏分产物和低级烯烃的系统和方法

Legal Events

Date Code Title Description
C06 Publication
PB01 Publication
C10 Entry into substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination
C05 Deemed withdrawal (patent law before 1993)
WD01 Invention patent application deemed withdrawn after publication

Application publication date: 20140402