CN104583373A - 使轻烯烃或者中间馏分和轻烯烃最大化的流化催化裂化方法和装置 - Google Patents

使轻烯烃或者中间馏分和轻烯烃最大化的流化催化裂化方法和装置 Download PDF

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Abstract

公开了流化催化裂化装置和方法，用于重烃进料向轻烯烃、芳烃和汽油的有效转化。将在鼓泡或湍流流化规则中操作的逆流流动反应器与流化催化裂化提升管反应器整合。重烃进料在提升管反应器，一种并流流动反应器中催化裂化成石脑油和轻烯烃。为了提高轻烯烃的产量和选择性，可在逆流流动反应器中回收并加工来自提升管反应器的裂化的烃产物，例如C4和石脑油范围的烃。逆流流动反应器与传统的FCC提升管反应器和催化剂再生器系统的整合可克服通常与两阶段裂化方法相关的热平衡问题，可明显提高总转化率和轻烯烃产量，和/或可提高加工较重原料的能力。

Description

使轻烯烃或者中间馏分和轻烯烃最大化的流化催化裂化方法和装置
技术领域
本文公开的实施方式总体上涉及流化催化裂化装置和方法，用于使某些重烃的转化率最大化，例如减压瓦斯油和/或重质油的油渣等重烃进料向诸如丙烯和乙烯的轻烯烃芳烃和具有高辛烷值的汽油的极高产量的转化。
背景技术
近来，通过流化催化裂化(FCC)方法生产轻烯烃已被认为是最具吸引力的提议之一。由于环境法规更加严格，燃料标准也变得日益严格。此外，对诸如丙烯、乙烯和芳烃(苯、甲苯、二甲苯等)的石化基础材料的需求则不断增加。而且，由于经济和环境双重原因，石油炼制厂与石油化工联合工厂的一体化已成为首选。全球趋势还显示，与对汽油产物的需求相比，对中间馏分(柴油)的需求提升更大。通过典型的FCC方法使中间馏分最大化需要在较低的反应器温度下操作FCC，还需要使用不同的催化剂配方。在较低温度下操作降低了轻烯烃的产量并且减少了用于烷基化装置的原料。
在过去二十年中已经开发了数个流化床催化方法，以适应不断变化的市场需求。例如，US7479218公开了一种流化催化反应器系统，其中提升管反应器被分成不同半径的两部分，以改善对轻烯烃生产的选择性。具有较小半径的提升管反应器的第一部分用来将重质进料分子裂化至石脑油范围。扩大的半径部分，即提升管反应器的第二部分，用来将石脑油范围的产物进一步裂化为诸如丙烯、乙烯等的轻烯烃。虽然反应器系统概念极其简单，但是对轻烯烃的选择性的程度却是有限的，其原因如下：(1)石脑油进料流部分地接触结焦或失活的催化剂；(2)因为两部分中的反应的吸热特性，反应段的第二部分中的温度远低于第一区的温度；以及(3)与重烃相比，缺乏轻质进料裂化需要的高活化能。
US6106697、US7128827和US7323099使用了两阶段流化催化裂化(FCC)单元以实现对重烃和石脑油范围的进料流的选择性裂化进行高度控制。在第一阶段FCC单元中，包括提升管反应器、汽提塔和再生器，用于在存在Y型大孔沸石催化剂的情况下，将汽油/重烃转化为石脑油沸程的产物。具有一组相似容器/配置的第二阶段FCC单元被用于催化裂化由第一阶段回收的石脑油流。当然，第二阶段FCC单元采用ZSM-5型(小孔沸石)催化剂以改善对轻烯烃的选择性。虽然从广义上说，该方案提供了对进料、催化剂和操作视窗选择及最优化的高度控制，但是石脑油进料的第二阶段处理产生了极少的焦炭，不足以维持热平衡。这就需要来自外部的热，以使得再生器中具有足够高的温度来获得良好的燃烧，以及提供用于进料汽化和吸热反应的热。通常，燃烧油(torch oil)在第二阶段FCC再生器中燃烧，这导致较高的催化剂颗粒温度和热点，进而而导致过多的催化剂失活。
US7658837公开了一种方法和装置，通过将传统汽提塔床的一部分作为反应汽提塔来优化FCC产物的产量。第二反应器的这种反应汽提概念在一定程度上损害汽提效率，并因此可导致再生器的焦炭负荷增加。由于进料与结焦或失活的催化剂的接触，产物产量和选择性也可能受到影响。此外，由于提升管顶部温度被直接控制以维持提升管中的一系列所需条件，反应汽提塔温度不能单独改变。
US2007/0205139公开了一种方法，通过位于提升管底部区段的第一分布器来注入烃进料从而使汽油产量最大化。当目的是使轻烯烃最大化时，通过类似的进料分布系统在提升管的上部区段注入进料，意图减少的烃蒸气在提升管中的停留时间。
WO2010/067379的目的是通过在重烃进料注入区之下的提升管的提升区中注入C4和烯烃石脑油来提高丙烯和乙烯产量。这些流不仅提高了轻烯烃产量，而且代替蒸汽作为用于催化剂输送的介质。该概念有助于降低催化剂热失活的程度。然而，这不能灵活地变化操作条件，例如提升区中的温度和WHSV，而这是裂化该轻质进料蒸气的关键。这可能导致对所需轻烯烃的选择性较差。
US6869521公开的是将衍生自FCC产物(特别是石脑油)的进料与在快速流态化规则中操作的第二反应器中的催化剂接触，有利于促进氢转移反应并且有利于控制催化裂化反应。
US7611622公开了一种FCC方法，该方法使用双提升管将含C3/C4的原料转化为芳烃。在富镓催化剂的存在下将第一和第二烃进料供应至各自的第一个第二提升管中，并且第二提升管在比第一提升管更高的反应温度下操作。
US5944982公开了一种使用双提升管生产低硫和高辛烷值的汽油的催化方法。第二提升管用来在加氢处理之后加工回收重石脑油和轻循环油，以使石油产量和辛烷值最大化。
US20060231461公开了一种使轻循环油(LCO)或者中间馏分产物和轻烯烃的产量最大化的方法。该方法使用双反应器系统，其中第一反应器(提升管)用来将瓦斯油进料裂化为主要的LCO，并且第二并流密相床反应器用来裂化从第一反应器回收的石脑油。由于第一反应器在显著低于反应温度的温度下操作，该方法受限于催化剂选择性和在石脑油中缺乏所需的烯烃水平。
发明内容
已发现可以使用双反应器方案裂化烃，包括裂化C4、较轻C5馏分、石脑油馏分、甲醇等，用于生产轻烯烃，其中双反应器方案没有对选择性和可操作性的限制、满足热平衡需要，并且还维持较低的计件数(piece count)。本文公开的选择实施方式使用传统提升管反应器结合于为使轻烯烃生产最大化而设计的逆流鼓泡/湍动流化床反应器。将来自提升管反应器和逆流流动反应器的流出物在共同的催化剂脱离容器中处理，并且将提升管反应器和逆流流动反应器中各自使用的催化剂在共同的催化剂再生容器中再生。如将在下文更详细说明的那样，该流动方案有效维持了高裂化活性，克服了热平衡问题，并且还提高了来自各种烃流的轻烯烃的产量和选择性，还简化了产物淬灭和装置硬件。
在一个方面中，本文公开的实施方式涉及用于催化裂化烃的方法，包括：在催化剂再生容器中再生包含具有第一平均粒径和密度的第一裂化催化剂和具有第二平均粒径和密度的第二裂化催化剂的废催化剂以形成再生催化剂。第一裂化催化剂的平均粒径小于第二裂化催化剂的平均粒径。在并流流动方式下将第一烃进料与再生催化剂的第一部分在提升管反应器中接触以产生第一流出物，所述第一流出物包括第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分。将再生催化剂的第二部分进料至逆流流动反应器，同时在该逆流流动反应器中：(i)根据密度和粒径中的至少一个，将第一裂化催化剂从第二裂化催化剂中分离；(ii)在逆流流动方式下将第二烃进料与第二裂化催化剂接触以产生第二裂化烃产物；(iii)从逆流流动反应器中回收第二流出物，其包含第二裂化烃产物和第一裂化催化剂；以及(iv)回收包含废第二催化剂的第三流出物。将第一流出物和第二流出物进料至脱离容器以从第一和第二裂化烃产物中分离废混合催化剂馏分和分离的第一裂化催化剂。将分离的催化剂作为废催化剂从脱离容器中进料至催化剂再生容器。
在另一个方面中，本文公开的实施方式涉及用于催化裂化烃的装置。该系统可包括用于再生废催化剂的催化剂再生容器，该废催化剂包含具有第一平均粒径和密度的第一裂化催化剂和具有第二平均粒径和密度的第二裂化催化剂的废催化剂的催化剂，由此形成包含第一裂化催化剂和第二裂化催化剂的再生催化剂。第一裂化催化剂的平均粒径小于第二裂化催化剂的平均粒径。该系统还包括提升管反应器，该提升管反应器用于在并流流动方式下将第一烃进料与再生催化剂的第一部分接触以产生第一流出物，所述第一流出物包括第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分。提供流动管用于将再生催化剂的第二部分进料至逆流流动反应器。将逆流流动反应器配置成同时(i)根据密度和粒径中的至少一个，从第二裂化催化剂中分离第一裂化催化剂；(ii)在逆流流动方式下将第二烃进料与主要的第二裂化催化剂接触以产生第二裂化烃产物；(iii)从逆流流动反应器中回收第二流出物，其包含第二裂化烃产物和第一裂化催化剂；以及(iv)回收包含废第二催化剂的第三流出物。然后将脱离容器用于分离第一流出物和第二流出物，并且回收(a)包含废混合催化剂馏分和分离的第一裂化催化剂的废催化剂以及(b)包含第一和第二裂化烃产物的流出物。还提供了流动管用于将来自脱离容器的废催化剂馏分进料至催化剂再生容器。
其它方面和优点通过以下内容清楚描述。
附图说明
图1为根据本文公开的一个或多个实施方式用于裂化烃并产生轻烯烃的方法的简化工艺流程图。
具体实施方式
在一个方面中，本文公开的实施方式涉及一种用于流化催化裂化的装置和方法，用于使某些重烃进料转化的最大化，例如减压瓦斯油和/或重质油的油渣等重烃进料向诸如丙烯和乙烯的轻烯烃、芳烃和具有高辛烷值的汽油或中间馏分的转化，同时使较重底部产物产量最小化。为实现该目标，将在鼓泡或湍动流化规则中操作的逆流流动反应器与传统流化催化裂化反应器(例如提升管反应器)整合。在提升管反应器中将重烃进料催化裂化成石脑油、中间馏分和轻烯烃，该升管反应器为气动流并流型反应器。为了增加轻烯烃(乙烯和丙烯)的产量和选择性，可将来自提升管反应器的裂化烃产物，例如C4和石脑油范围的烃(烯烃和烷烃)，在逆流流动反应器中回收并加工。可替换地或者附加地，可将诸如来自其它工艺(例如蒸汽裂化器、复分解反应器或延迟焦化装置)的C4馏分以及来自延迟焦化、减粘裂化或天然气凝析油的石脑油范围流的另外的进料流在逆流流动反应器中加工以产生诸如乙烯、丙烯等轻烯烃。根据本文公开的实施方式的逆流流动反应器与传统FCC提升管反应器的整合可克服先前方法的缺点，可大幅度提高整体转化和轻烯烃产量，和/或可提高加工较重原料的能力。
可通过下列方法促进根据本文公开的实施方式的逆流流动反应器与传统FCC提升管反应器整合：(a)使用共同的催化剂再生容器，(b)使用两种催化剂用于产生轻烯烃，一种用于选择性裂化来自常压塔底的较重烃，例如减压瓦斯油、重减压瓦斯油、重残渣，而另一种用于选择性裂化C4和石脑油范围的烃，以及(c)使用逆流流动反应器，该逆流流动反应器将分离两种催化剂，有利于C4或石脑油进料与用于选择性裂化该进料并产生轻烯烃的催化剂接触。
第一裂化催化剂可为Y型沸石催化剂、FCC催化剂或其它用于裂化较重烃原料的类似催化剂。第二裂化催化剂可为ZSM-5或ZSM-11型催化剂或用于裂化C4或石脑油范围烃并且用于选择性产生轻烯烃的类似催化剂。为了便于本文公开的双反应器方案的实施，第一裂化催化剂可具有比第二裂化催化剂更小和更轻的第一平均粒径和密度，使得该催化剂可根据密度和尺寸(例如，根据催化剂颗粒的终速度或其它特性)而被分离。
在催化剂再生容器中，将从提升管反应器和逆流流动反应器回收的废催化剂再生。再生之后，可将混合催化剂的第一部分从再生容器进料至提升管反应器(并流流动反应器)。可将混合催化剂的第二部分从再生容器进料至逆流流动反应器。
在并流流动反应器中，将第一烃进料与再生催化剂的第一部分接触，从而裂化至少一部分烃以形成较轻烃。然后可将流出物从提升管反应器回收，该流出物包含第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分。
在逆流流动反应器中，再生催化剂的第二部分流入反应器容器的上部，即催化剂分离区，接触向上流动的烃和蒸汽或者另一汽提介质。根据两种催化剂的密度和粒径中的至少一个的差别，维持流化组分的向上流动速度维持在将第一裂化催化剂与第二裂化催化剂分离的速度。用于选择性裂化轻烃进料的较大和密度较高的催化剂向下流动并且形成催化剂颗粒的密相床。向下流动的主要的第二裂化催化剂在逆流流动中与向上流动的第二烃进料(前述的C4或石脑油馏分)接触，裂化所述烃并形成诸如乙烯和丙烯的轻烯烃。催化剂继续向下流动通过反应区进入更低的汽提区，其中催化剂与蒸汽或另一汽提介质接触以从第二裂化催化剂汽提出裂化的烃和未反应的进料组分。将废第二裂化催化剂从逆流流动反应器回收并返回至催化剂再生容器。将汽提介质、裂化的烃产物和分离的第一裂化催化剂作为流出物从反应器的上部回收。
来自逆流流动反应器出口的第二流出物(裂化的烃产物和分离的第一裂化催化剂)通过在气动流化规则下操作的气动提升管管道输送至脱离容器。该提升管管道还能够被用于引入额外数量的重质进料或从第一阶段反应器(提升管反应器)再运送部分进料。这有两个目的。第一，在逆流流动反应器蒸气出口管线中的催化剂主要为Y型沸石/传统FCC催化剂，其被优选用于在相对较低的反应温度下将重质进料分子裂化成中间馏分(柴油)。优选较低的反应温度(475℃至520℃)以使中间馏分最大化。第二，这有助于同时冷却(淬灭)来自逆流流动反应器的较轻的烃产物流。该裂化反应为吸热的，这有助于降低流出产物蒸气的温度并且减少停留时间。
将第一流出物(来自提升管反应器的裂化的烃和废混合催化剂)和第二流出物(来自逆流流动反应器的裂化的烃和分离的第一裂化催化剂)都进料至脱离容器以从第一和第二裂化的烃产物将废混合催化剂馏分和分离的第一裂化催化剂分离出来。包含轻烯烃、C4烃、石脑油范围烃和较重烃的裂化的烃产物随后被分离，以回收所需产物或产物馏分。
因此，本文公开的方法使逆流流动反应器和提升管反应器整合，伴随共同的产物分离和催化剂再生，其中在逆流流动反应器中使用的催化剂对于裂化C4和石脑油范围的烃产生轻烯烃具有高度选择性。除了其它优点外，共同的催化剂再生还提供了热平衡，而共同的产物分离(脱离容器等)提供了操作的简化和降低了计件数。
现参见图1，根据本文公开裂化烃和产生轻烯烃的方法的简化流程图被阐明。该方法包括双反应器结构，用于使来自石油残渣原料的丙烯和乙烯的产量最大化。第二反应器为装备有挡板或内部构件的密相流化床反应器。来自第一反应器产物的C4烯烃和/或轻石脑油或者来自外部来源的类似进料流在第二反应器中被处理，以增加包括乙烯和丙烯的轻烯烃以及芳烃/高辛烷值汽油的产量。
通过第一提升管反应器3的底部附近的一个或多个进料注入器2注入重质汽油残渣进料。重质汽油进料与通过J弯管1引入的热的再生催化剂接触。所述催化剂可为诸如Y型沸石类催化剂，其可单独使用或者与其它催化剂(例如ZSM-5或ZSM-11)组合使用。
可通过来自再生器17的热的再生催化剂提供进料汽化和/或将进料温度升至所需反应器温度，例如在500℃至约700℃的范围内，以及吸热热量(反应热)需要的热量。在第一提升管反应器3中的压力通常在约1巴至约5巴的范围。
裂化反应的主要部分完成之后，产物的混合物、未转化的进料蒸气和废催化剂流入容纳在旋风分离器密闭容器8中的两阶段旋风分离器系统。该两阶段旋风分离器系统包括一级旋风分离器4，用于从蒸气中分离废催化剂。该废催化剂通过一级旋风分离器料腿(dip leg)5被排入汽提塔9中。来自一级旋风分离器4的分离的蒸气和来自第二反应器32的产物蒸气(通过流动管线36a和单阶段旋风分离器36c引入的)夹带的细微催化剂颗粒在第二阶段旋风分离器6中被分离。收集的催化剂通过料腿7被排放至汽提塔9中。来自第二阶段旋风分离器6的蒸气通过连接至集气室(plenum)11的二级旋风分离器出口被排出，并且随后通过反应蒸气管线12b被运送至主分馏器/气体分馏装置，用于回收产物，包括所需烯烃。如有必要，利用经分布器管线12a引入作为淬灭介质的轻循环油(LCO)或蒸汽将产物蒸气进一步冷却。
通过料腿5、7回收的废催化剂在汽提塔床9中汽提，从而通过逆流接触经蒸汽分布器10引入汽提塔9的底部的蒸汽来去除间质蒸气(陷于催化剂颗粒间的烃蒸气)。然后废催化剂通过废催化剂立管13a和提升管线(lift line)15被输送至再生器17。位于废催化剂立管13a上的废催化剂滑阀13b用来控制催化剂从汽提塔9流向再生器17。通过分布器14引入一小部分的助燃空气以帮助废催化剂平稳转移。
通过密相再生器床24中心的废催化剂分布器16排出结焦催化剂或废催化剂。通过位于再生器床24底部的空气分布器18引入助燃空气。然后，沉积在催化剂上的焦炭通过与助燃空气反应在再生器17中燃尽。再生器17可在例如约640℃至约750℃的温度和约1巴至约5巴的压力下操作。随着烟气被夹带的催化剂微粒被收集在第一阶段旋风分离器19和第二阶段旋风分离器21中，并且分别通过料腿20、22被排入再生器催化剂床中。从第二阶段旋风分离器21的出口回收的烟气通过再生器集气室23被引至烟气管线24，用于下游废热回收和/或能量回收。
再生催化剂的第一部分通过收回管线25被收回至再生催化剂(RCSP)料斗26中，其与再生器17和再生催化剂立管27流动连通。在RCSP料斗中的催化剂床随着再生器17床层级别(bed level)而浮动。然后再生催化剂从RCSP料斗26通过再生催化剂立管27转移至提升管反应器3，其与J弯管1流动连通。可通过位于再生催化剂立管27上的RCSP滑阀28调节从再生器17流向提升管反应器3的催化剂。调节滑阀28的开口以控制催化剂流动，从而维持提升管反应器3中所需的顶部温度。
除了提升蒸汽之外，还提供了通过位于Y区段气体分布器1a向J弯管1注入诸如C4烯烃和石脑油或类似的外部流的进料流作为提升介质，使得再生催化剂能够从J弯管1平稳转移至提升管反应器3。J弯管1还可作为密相床反应器用于在有利于该反应的条件(例如，0.5至50h-1的WHSV，640℃至750℃的温度和3至10秒的停留时间)下将C4烯烃和石脑油流裂化成轻烯烃。改变J弯管1直径(D3)或尺寸以获得这些条件。例如，J弯管直径可在典型的再生催化剂立管直径的1至3倍之间变化。
再生催化剂的第二部分通过立管30被收回至第二反应器32中。滑阀31可用于根据蒸气出口温度设置点来控制催化剂从再生器17流向第二反应器32。C4烯烃和石脑油流通过一个或多个进料分布器34(34a、34b)以液相或气相形式被注入至催化剂床的底部区段。第二反应器32以逆流方式操作，其中再生催化剂向下流动(从反应器床的顶部到底部)，并且进料烃流向上流动(从反应器床的底部到顶部)。这是一个重要特征，帮助维持沿着第二反应器32的长度/高度具有最佳温度曲线。
第二反应器32可装备有助于催化剂和进料分子紧密接触和混合的挡板或结构化内部构件。这些内部构件还可有助于使沟流、气泡生长和/或聚结最小化。第二反应器32还可沿着长度在不同区段被扩大以维持恒定的表观气速。
反应完成之后，使用通过分布器35引入的蒸汽作为汽提介质，在第二反应器32的最底部汽提催化剂以分离夹带的烃进料/产物。经过立管37和提升管线40通过废催化剂分布器41将废催化剂随后输送至再生器17。可通过分布器39引入助燃空气以使催化剂能够平稳转移至再生器17。滑阀38可用来控制催化剂从第二反应器32流向再生器17。来自反应器3、32的废催化剂随后在以完全燃烧模式操作的共同的再生器17中再生。
第二反应器32利用两种不同的催化剂颗粒，包括较轻且较小的Y型沸石或FCC催化剂以及较大且较致密的ZSM-5/ZSM-11形状选择性pentacil小孔沸石。例如，Y型沸石或FCC催化剂可具有约20至120微米的范围的粒径，而ZSM-5/ZSM-11催化剂可具有约80至约200微米的范围的粒径。在第二反应器32中的表观气速可以使得Y型沸石/FCC催化剂被喷出反应器，从而利用单个颗粒的终端速度不同或者最小流化/最小鼓泡速度之间的不同，使得第二反应器32优先保留ZSM-5型催化剂在床内。较小且较轻的Y型沸石/FCC催化剂随后经过出口管线36a从第二反应器32被输送至容纳提升管反应器旋风分离器和/或反应终止系统的共同沉降器(disengager)或密闭容器8。
可通过分布器36b在出口管线36a中注入诸如重减压瓦斯油、常压塔底沉积物、重烃残渣进料、轻循环油(LCO)的烃进料和/或蒸汽作为淬灭介质。可通过设置进入密闭容器8的物流温度控制该淬灭介质的流速。来自第二反应器32的所有蒸气(包括那些通过分布器36b进料的蒸气)通过单阶段旋风分离器36c被排入密闭容器8的稀相。优选使用烃进料作为淬灭介质，因为它的作用有双重目的，冷却来自第二反应器32的产物，并且还提高中间流出物的产量，例如通过在向分布器36b输送的过程中重烃淬灭介质的裂化。在一些实施方式中，可在逆流流动反应器的出口附近引入淬灭介质。可通过经流动管线36b进料的烃的量变化控制输送管36a内的温度。
第一阶段反应器，提升管反应器3，操作在快速流化规则(例如，在底部区段为约3至约10m/s的范围的表观气速)和在顶部区段中操作在气动输送规则(例如，约10至约25m/s的范围的表观气速)下。
第二反应器32在带有约480kg/m3至约800kg/m3的密度的催化剂床的鼓泡/湍流规则(例如，以约0.01至约1.0m/s的范围的表观气速)下操作。第二反应器32中的WHSV通常在约0.5h-1至约50h-1的范围；蒸气和催化剂残留停留时间可从约2至约20秒变化。汽提塔床的高度H1通常为第二逆流流动反应器32的直径(D2)的1至5倍。可用于C4/石脑油进料反应的活性催化剂床的高度H2为D2的2至10倍，其位于汽提塔床32a的上方。催化剂分离区的高度H3通常为第二逆流流动反应区32的直径(D2)的1至5倍。从第二反应器容器32的底部切线起的C4进料和石脑油进料的位置之差为D2的1至7倍或者D1的2至7倍。优选地，在低于石脑油进料注入的高度注入C4进料。然而，可以互换进料注入位置，并且进料位置可取决于所需的目标产物。根据产物目标和停留时间需要，第二反应器容器的直径(D2)可为汽提塔床32a的直径(D1)的1至3倍。
再生器17在传统湍流流动规则下操作，该规则具有0.5至1.2m/s的表观气速，并具有400kg/m3至600kg/m3的床密度。
必要时，可通过一个或多个流动管线42、43引入补充催化剂。例如，可通过流动管线42将补充FCC或Y型沸石催化剂或这两者的混合物引入至再生器17，并且可通过流动管线43将补充ZSM-5/ZSM-11催化剂引入至第二反应器32。
逆流流动反应器可装备挡板或者例如US专利7,179,427中描述的模块式网格的结构化内部构件。也可使用提高接触效率和产物选择性的其它类型的内部构件。该内部构件可增加反应器上的催化剂分布并且提高进料蒸气和催化剂的接触，导致平均反应速率提高，提高催化剂的整体活性并且优化操作条件以增加轻烯烃的产量。
本文公开的实施方式使用Y型沸石或者传统FCC催化剂，使重烃进料的转化率最大化。Y型沸石或FCC催化剂是比在逆流流动反应器中使用的提高轻烯烃的产量的ZSM-5或类似的催化剂有更小且更轻的粒径。ZSM-5或类似的催化剂比在逆流流动反应器中维持ZSM-5催化剂床优选使用的Y型沸石或FCC催化剂具有更大的粒径并且更致密。维持第二反应器中的蒸气的表观气速使得其允许利用单个颗粒的终速度的不同或者最小流化/最小鼓泡速度之间的不同，而将Y型沸石或FCC催化剂夹带出逆流流动反应器。该概念使两阶段FCC系统可以略去并因此得到简化和有效的方法。在该方法中使用的催化剂可以是Y型沸石/FCC催化剂和ZSM-5或者其它类似催化剂的组合，例如在US5043522和US5846402中提到的那些。
本文公开的实施方式的另一优势为整合的双反应器方案克服了在独立的C4/石脑油催化剂裂化方法中的热平衡限制。逆流流动反应器由于与催化剂再生器的整合而担当了散热器(heat sink)的作用，在处理残余原料的同时使催化剂冷却器的需求最小化。
来自逆流流动反应器的产物蒸气被输送至第一阶段反应器/脱离容器或者反应终止装置中，这些蒸气在其中混合并且用来自第一阶段的产物和或外部淬灭介质(例如LCO或蒸汽)淬灭以使不需要的热裂化反应最小化。或者，逆流流动反应器的产物出口管线还可用于引入额外数量的重质进料或者从第一阶段反应器(提升管反应器)再运送部分进料。这有两个目的：(1)在逆流流动反应器蒸气出口管线中的催化剂主要为Y型沸石/传统FCC催化剂，优选其将这些重质进料分子裂化成中间馏分，以及(2)该裂化反应为吸热的，这有助于降低流出产物蒸气的温度并且减少停留时间。
在本文公开的一些实施方式中，可用逆流流动反应器改装现有的FCC装置。例如，适当尺寸的反应器可与现有的催化剂再生容器流体连接以提供催化剂进料并且从逆流流动容器返回，而且可与现有的脱离容器流体连接以将烃产物和催化剂分离。在其它实施方式中，可将逆流流动反应器加入基层FCC装置，该装置旨在在汽油模式、轻烯烃模式或者柴油模式下操作。
如上所述，将具有适当挡板或内部构件的逆流流动鼓泡床或湍流床反应器与FCC提升管反应器和分离系统整合。该逆流流动反应器与其它容器流动连通，允许选择性催化裂化以及整合的烃产物淬灭、分离和催化剂再生。
这种整合的反应器系统具有下列一个或多个优点。第一，催化剂和轻烃进料(从C4烯烃至石脑油的进料流)的逆流流动可在反应区上提供最优且均匀的温度曲线和活性催化剂位点(当反应物通过反应区向上运动时接触再生催化剂)的有效性，这提高了平均反应速率。由于裂化反应的吸热特性，温度沿着反应器的长度降低，但是热的再生催化剂抵消了热输入。实际上，逆流流动反应间接帮助维持沿着反应器长度的均匀温度。反应器配置通过提高平均反应速率和催化剂活性产生了高产量的轻烯烃。该反应器可在显著更高的反应温度下操作以满足裂化该较轻进料的高活化能的需求。
第二，第二反应器可装有挡板或模块式网格内部构件。这些挡板/内部构件可为催化剂与烃进料分子提供紧密接触，导致气泡破裂，并且避免由于聚结导致的气泡生长，以及避免催化剂或进料的沟流或旁流(bypassing)。反应器挡板/内部构件有助于更好的混合、分布以及烃进料与催化剂的接触，提高对所需轻烯烃产物的选择性，同时最小化干气和焦炭的形成。
第三，反应器设置为使得反应和汽提可在单个容器中进行。汽提在逆流流动反应器的底部部分进行。汽提蒸汽向上流入反应区段的上部并且起到稀释剂的作用从而控制烃的分压。
烃进料流向逆流流动反应器的分段注入也可帮助维持对各个原料最优的所需WHSV。例如，C4烃进料流需要较低的WHSV，而石脑油进料需要相对较高的WHSV。
来自逆流流动反应器的产物蒸气也有利地被运送至第一(提升管)反应器顶部，由于用来自提升管反应器的更低温度的那些产物淬灭，这可降低来自逆流流动反应器的产物的温度。这些裂化的烃产物还可进一步用轻循环油(LCO)和/或第二阶段反应器容器内的淬灭蒸汽来淬灭。还可使用第一阶段提升管终止装置来快速分离产物蒸气并且运送它们至产物回收区段，从而有利地减少不需要的热裂化反应并且提高产物选择性。
本文公开的方法还有利地使用两种类型的催化剂颗粒，例如具有较低密度和较小颗粒的Y型沸石/FCC催化剂以及较大尺寸和较高密度的ZSM-5颗粒。这允许在逆流流动反应器的催化剂分离区中夹带较轻和较小的颗粒，从而在逆流流动反应器的反应区中保留ZSM-5型颗粒。因此较轻的烃进料在ZSM-5型催化剂的存在下进行选择性催化裂化，从而使轻烯烃的产量最大化。现有技术中由于为了维持热平衡点燃再生器中的燃烧油而导致催化剂失活的不利影响也被避免。
虽然从逆流流动反应器产生了较少的焦炭，但是逆流流动反应器与FCC装置整合的反应器-再生系统消除了现有技术中遇到的热平衡问题。因此，本文公开的实施方式可有利地提供增加在第一阶段提升管反应器的重质进料中的残渣含量的机会，因为逆流流动反应器有助于从再生器去除过多的热量。逆流流动反应器的使用还可免去在处理残渣时使用催化剂冷却剂的需要。
本文公开的实施方式还考虑在回收至逆流流动反应器之前从石脑油范围的产物分离芳烃。同样，从C3/C4混合物分离之后的C4流可被回收至逆流流动反应器。这些步骤可有助于降低逆流流动反应器的尺寸并且提高单程转化率。
如本文所描述的，逆流流动反应器可容易地插入在汽油模式、轻烯烃模式或者柴油模式下操作的现有FCC装置，提供额外的容量、操作灵活性以及整体提高的操作和轻烯烃生产量。与反应器内部构件结合的逆流流动反应器的组合特征大大提高了对所需产物的转化率和选择性。
根据产物构成要求，逆流流动反应器还可容易地与蒸汽在线分离，而不要求关闭装置，允许提升管反应器、催化剂再生器和脱离容器继续操作。
传统地，使用工厂的空气将用于维持催化剂活性的新鲜催化剂补充剂引入到再生器床。相反，本文公开的实施方式可有利地使用蒸汽或氮气作为输送介质将新鲜的ZSM-5型催化剂直接注入到第二反应器床，以增加轻烯烃产量。
逆流流动反应器还可提供灵活性和操作视窗以调节操作条件，例如重量时空速度(WHSV)、催化剂和烃蒸气停留时间、反应温度、催化剂与油之比等。例如，可通过调节来自催化剂再生器的催化剂流动来控制逆流流动反应器顶部/床的温度，期间接地控制催化剂/油比率。可通过操控废催化剂从反应器向再生器的流动来控制反应器床层级别，其控制WHSV和催化剂停留时间。
一个或多个本文公开的实施方式的上述优点和特征可提供一种改善的用于生产轻烯烃的催化裂化方法。
虽然本公开包括有限数量的实施方式，但是本领域技术人员受益于本发明的公开内容，在不背离本公开的范围的前提下可想到其它实施方式。因此，该范围应仅受所附的权利要求限制。

Claims (29)

1.一种催化裂化烃的方法，包括：
在催化剂再生容器中再生包含具有第一平均粒径和密度的第一裂化催化剂和具有第二平均粒径和密度的第二裂化催化剂的废催化剂以形成包含所述第一裂化催化剂和所述第二裂化催化剂的再生催化剂，其中所述第一裂化催化剂的平均粒径小于所述第二裂化催化剂的平均粒径；
以并流流动方式使第一烃进料与所述再生催化剂的第一部分在提升管反应器中接触以产生第一流出物，所述第一流出物包含第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分；
将所述再生催化剂的第二部分进料至逆流流动反应器；
同时在所述逆流流动反应器中：
根据密度和粒径中的至少一个将所述第一裂化催化剂与所述第二裂化催化剂分离；
以逆流流动方式使第二烃进料与所述第二裂化催化剂接触以产生第二裂化烃产物；
从所述逆流流动反应器回收第二流出物，所述第二流出物包含所述第二裂化烃产物和所述第一裂化催化剂；以及
回收包含废第二催化剂的第三流出物；
将所述第一流出物和所述第二流出物进料至脱离容器以将所述废混合催化剂馏分和所述分离的第一裂化催化剂与所述第一和第二裂化的烃产物分离；
将来自所述脱离容器的所述分离的催化剂作为所述废催化剂进料至所述催化剂再生容器。
2.如权利要求1所述的方法，进一步包括，在将所述分离的催化剂进料至所述催化剂再生器之前，将来自所述脱离容器的所述分离的催化剂进料至废催化剂汽提塔，以将额外的烃从所述分离的催化剂分离。
3.如权利要求1所述的方法，其中所述第一烃馏分包含C4烃馏分、石脑油馏分和重烃馏分中的至少一种。
4.如权利要求1所述的方法，其中所述第二烃馏分包含C4烃馏分和石脑油馏分中的至少一种。
5.如权利要求4所述的方法，其中，在所述石脑油馏分之下的高度处将所述C4烃馏分进料至所述逆流流动反应器。
6.如权利要求1所述的方法，进一步包括将所述第二馏分与在所述逆流流动反应器和所述脱离容器之间的第三烃馏分接触，以淬灭所述第二流出物、裂化所述第三烃馏分或者它们的组合。
7.如权利要求6所述的方法，进一步包括通过调节所述第三烃馏分的流动速度控制所述淬灭的流出物的温度。
8.如权利要求6所述的方法，其中所述第三烃馏分包含轻循环油。
9.如权利要求1所述的方法，进一步包括将所述第二流出物与淬灭介质接触。
10.如权利要求1所述的方法，其中，所述提升管反应器以表观气速在靠近入口处在3m/s至10m/s的范围内以及在靠近出口处在10m/s至25m/s的范围内进行操作。
11.如权利要求1所述的方法，其中所述逆流流动反应器以表观气速在0.01m/s至1.0m/s的范围内进行操作，并且其中在所述逆流流动反应器中的所述表观气速足以将所述第一裂化催化剂与所述第二裂化催化剂分离。
12.如权利要求1所述的方法，其中所述第一裂化催化剂包含Y型沸石催化剂，并且所述第二裂化催化剂包含ZSM-5催化剂。
13.如权利要求1所述的方法，其中所述逆流流向反应器包括下部的汽提区、中间反应区和上部催化剂分离区，所述方法进一步包括操作所述逆流流动反应器，使得所述中间反应区具有约480kg/m3至约800kg/m3范围内的催化剂床密度。
14.如权利要求13所述的方法，进一步包括将包含蒸汽或惰性气体的汽提介质进料至所述汽提区以将所述裂化的烃从所述第二裂化催化剂分离。
15.如权利要求1所述的方法，进一步包括将新鲜或补充的第一裂化催化剂进料至所述催化剂再生容器。
16.如权利要求1所述的方法，进一步包括将新鲜或补充的第二裂化催化剂进料至所述催化剂再生容器和所述逆流流动反应器中的至少一个。
17.如权利要求1所述的方法，进一步包括将新鲜或补充的第二裂化催化剂进料至所述逆流流动反应器。
18.一种用于催化裂化烃的装置，包括：
催化剂再生容器，所述催化剂再生容器用于再生包含具有第一平均粒径和密度的第一裂化催化剂和具有第二平均粒径和密度的第二裂化催化剂的废催化剂以形成包含所述第一裂化催化剂和所述第二裂化催化剂的再生催化剂，其中所述第一裂化催化剂的平均粒径小于所述第二裂化催化剂的平均粒径；
提升管反应器，所述提升管反应器用于以并流流动方式将第一烃进料与所述再生催化剂的第一部分接触以产生第一流出物，所述第一流出物包含第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分；
流动管，所述流动管用于将所述再生催化剂的第二部分进料至逆流流动反应器；
所述逆流流动反应器被配置成同时：
根据密度和粒径中的至少一个将所述第一裂化催化剂与所述第二裂化催化剂分离；
以逆流流动方式将第二烃进料与所述第二裂化催化剂接触以产生第二裂化烃产物；
从所述逆流流动反应器回收第二流出物，所述第二流出物包含所述第二裂化烃产物和所述第一裂化催化剂；以及
回收包含废第二催化剂的第三流出物；
脱离容器，所述脱离容器用于分离所述第一流出物和所述第二流出物，以回收(a)包含所述废混合催化剂馏分和所述分离的第一裂化催化剂的废催化剂馏分以及(b)包含所述第一和第二裂化烃产物的流出物；
流动管，所述流动管用于将来自所述脱离容器的所述废催化剂馏分进料至所述催化剂再生容器。
19.如权利要求18所述的装置，其中所述逆流流动反应器包括下部汽提区、中间反应区和上部催化剂分离区。
20.如权利要求18所述的装置，其中，所述汽提区的高度在所述逆流流动反应器的直径的1至2倍的范围内。
21.如权利要求18所述的装置，其中，所述反应区的高度在所述逆流流动反应器的直径的2至10倍的范围内。
22.如权利要求18所述的装置，其中所述脱离容器包括：
第一阶段旋风分离器，用于将所述混合催化剂的第一部分与所述第一流出物中的所述裂化的烃分离；和
第二阶段旋风分离器，用于将所述混合催化剂的第二部分与所述第一流出物中的所述裂化的烃分离，并且用于将所述分离的第一裂化催化剂与所述第二流出物中的裂化的烃分离。
23.如权利要求18所述的装置，进一步包括流动管，用于将新鲜或补充的第一裂化催化剂进料至所述催化剂再生容器。
24.如权利要求18所述的装置，进一步包括流动管，用于将新鲜或补充的第二裂化催化剂进料至所述催化剂再生容器和所述逆流流动反应器中的至少一个。
25.如权利要求18所述的装置，进一步包括流动管，用于将新鲜或补充的第二裂化催化剂进料至所述逆流流动反应器。
26.如权利要求18所述的装置，其中所述逆流流动反应器包括挡板和结构化内部构件的至少一种，用于使所述第二裂化催化剂和所述第二烃进料紧密接触，并且用于降低或最小化沟流、气泡生长或聚结。
27.如权利要求18所述的装置，进一步包括催化剂立管和J弯管，其中所述催化剂立管用于催化剂从所述催化剂再生容器和所述J弯管运输，且所述催化剂立管与所述提升管反应器流动连通。
28.如权利要求27所述的装置，进一步包括在所述第一烃进料的进料位置的上游的烃进料位置，以引烃进料至所述J弯管。
29.如权利要求27所述的装置，其中所述J弯管的直径为所述催化剂立管的直径的1至3倍。
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