CN105238438A - 一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了催化裂解制备低碳烃的方法，包括在一个或多个第一提升管反应器内第一催化反应条件下裂解第一烃类原料和循环重烃获得第一提升管反应器流出物；在一个或多个第二提升管反应器内第二催化反应条件下裂解第二烃类原料和循环轻烃获得第二提升管反应器流出物；第一和第二流出物分别包含第一反应油气和待生催化剂与第二反应油气和待生催化剂，第一和第二反应油气分别相应包含第一和第二轻石脑油、第一和第二重石脑油、第一和第二馏分油、第一和第二油浆、第一和第二气体烃产品或其组合；循环重烃包含第一、第二馏分油，第一、第二油浆，或其组合；循环轻烃包含选自第一、第二轻石脑油，第一、第二气体烃产品，或其组合。
Description
技术领域
本发明涉及石油化工领域，特别涉及一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法。
背景技术
流化催化裂化(FCC)是用于将大分子原料生产商用燃料油，如汽油，柴油，及其它液体和/或气体烃产品的炼油技术。流化催化裂化工艺用的反应器是提升管反应器，即在管状反应器中烃和流化催化剂相互接触从而使烃类原料转化为具有更高商业价值的产品。各种烃类原料和流化催化剂一同流经提升管反应器的过程中，大分子烃在催化剂上被裂解为各种小分子烃产品，由此而得名流化催化裂化。
传统的流化催化裂化装置一般有一个或二个提升管反应器，而原料喷嘴则位于提升管反应器的底部。为取得最佳的产品收率，催化装置在运行过程中可针对特定的加工原料来调节剂油比，反应温度，蒸汽量，反应压力等参数，从而获得不同的产品收率。现有的单/双提升管催化裂化装置被设计成为主要生产汽油，柴油车用燃料油产品及液化气(LPG)副产品。但是催化裂化装置生产的汽油，柴油产品需要深度处理才能满足国家对车用燃料油的规范，并且随着社会的发展，对低碳烯烃和化工原料的需求越来越多。此外，尽管现有技术已可以将轻质原料在提升管反应器中裂解为更高附加值的低碳烯烃，但由于轻质原料所导致待生催化剂上生焦不足而使得反应装置的热平衡严重不足。
因此，本领域中存在改进现有的系统和方法来提供低碳烯烃和化工原料的最大化生产及商用燃料油生产最小化，并同也能改善因裂解轻质原料所导致的热平衡问题的需要。
发明内容
为了至少解决上述技术问题，本发明提供了一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法。
根据本发明提供了一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法，所述方法包括：在一个或多个第一提升管反应器内于第一催化反应条件下裂解第一烃类原料和循环重烃获得第一提升管反应器流出物；和在一个或多个第二提升管反应器内于第二催化反应条件下裂解第二烃类原料和循环轻烃获得第二提升管反应器流出物；其中所述第一提升管反应器流出物包含第一反应油气和待生催化剂，所述第一反应油气包含第一轻石脑油、第一重石脑油、第一馏分油、第一油浆、第一气体烃产品或其组合；所述第二提升管反应器流出物包含第二反应油气和待生催化剂，所述第二反应油气包含第二轻石脑油、第二重石脑油、第二馏分油、第二油浆、第二气体烃产品或其组合；所述循环重烃包含所述所述第一馏分油、所述第一油浆、所述第二馏分油、所述第二油浆或其组合；并且所述循环轻烃包含所述第一轻石脑油、所述第二轻石脑油、所述第一气体烃产品、所述第二气体烃产品或其组合。
优选地，所述方法中所述第一烃类原料包含8个或8个以上碳原子的烃类原料或其混合物，
优选地，所述方法中所述第一烃类原料包含8-12个碳原子的烃类原料或其混合物。
优选地，所述方法中所述第二烃类原料包含4个或4个以上碳原子的烃类原料或其混合物。
优选地，所述方法中所述循环重烃包含所述第一馏分油、所述第一油浆、所述第二馏分油、所述第二油浆或其组合。
优选地，所述方法还包括在所述第一提升管反应器内于第三催化反应条件下裂解第三烃类原料和所述循环重烃，所获得的裂解产物为所述第一提升管反应器流出物的一部分。
优选地，所述方法中第一提升管反应器由上至下包括第二反应区域和第一反应区域，其中所述第一烃类原料和所述循环重烃在所述第二反应区域内催化裂解而所述第三烃类原料和所述循环重烃在所述第一反应区域内催化裂解。
优选地，所述方法中所述第三烃类原料包含12个或12个以上碳原子的烃类原料或其混合物。
优选地，所述方法中所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器具有彼此独立的反应控制系统。
优选地，所述方法还包括所述第一提升管反应器流出物和所述第二提升管反应器流出物进入沉降器内，并经由第一和第二催化剂一级分离系统分别将所述第一提升管反应器流出物和所述第二提升管反应器流出物中的所述待生催化剂与所述第一反应油气和所述第二反应油气分离。
优选地，所述方法还包括将分离后的所述第一反应油气和所述第二反应油气通入外集气室混合形成油气产品。
优选地，所述方法中所述第一反应油气和所述第二反应油气分别或混合为所述油气产品经由下游分馏工艺、精馏工艺、汽提工艺、杂质处理工艺、气分工艺、芳烃抽提工艺或其组合进行进一步加工处理。
优选地，所述方法中所述第一反应油气和所述第二反应油气分别或混合为所述油气产品经由分馏纯化，并且所述分馏工艺的顶部产物进一步经由精馏工艺或气分工艺纯化。
优选地，所述方法中所述精馏工艺的顶部产物经由芳烃抽提工艺进一步纯化。
优选地，所述方法中所述第一反应油气和所述第二反应油气分别或混合为所述油气产品经由分馏工艺纯化，并且所述分馏工艺的底部产物进一步经由汽提纯化。
优选地，所述方法中所述精馏工艺和所述汽提工艺的顶部产物返回所述分馏工艺形成循环。
优选地，所述方法中所述杂质处理工艺包括碱洗工艺、水洗工艺、双烯烃转化工艺和干燥工艺或其组合。
优选地，所述方法中所述气分工艺和/或芳烃抽提工艺中的部分或全部底部产物用作所述第二类烃类原料或所述循环轻烃。
优选地，所述方法中所述分馏工艺和/或汽提工艺中的部分或全部底部产物用作所述第三类烃类原料或所述循环重烃。
优选地，所述方法中所述待生催化剂经过蒸汽汽提和燃烧再生生成再生催化剂，并且所述再生催化剂被送回至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中，以形成催化剂循环。
优选地，所述方法中将所述燃烧再生后处于高温的再生催化剂直接送回至所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器中。
优选地，所述方法中所述气分工艺所产生的烷烃类产品经气相裂解工艺进一步裂解为烯烃类产品。
优选地，所述方法中所述气相裂解工艺的产物与所述油气产品混合后使用。
优选地，所述方法中所述第一提升管反应器中所述第一烃类原料的入口在所述循环重烃的入口下方或上方。
优选地，所述方法中所述第一提升管反应器中所述第三烃类原料的入口在所述循环重烃的入口下方或上方。
优选地，所述方法中所述第二提升管反应器中所述第二烃类原料的入口在所述循环轻烃的入口下方或上方。
本发明提供了一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法，采用所述方法，可以实现以下技术效果：
(1)现有技术中对烃类原料进行裂解处理时得到产品中液态的油质产品比例往往很高，而气态的低碳烃类产品比例相对较低，而采用本发明的方法时所获得的产品中气态低碳烃类产品的含量大幅升高。
(2)现有技术中在通过裂解制备气态低碳烃类尤其是低碳烯烃产品时主要采用轻质烃类原料，这会造成待生催化剂上生焦不足，从而使得反应装置的热平衡严重不足，而本发明的方法中采用了重质烃类作为生产原料，由此解决了这一问题，提高了反应装置的稳定性和使用寿命
附图说明
根据以下结合附图的详细描述，本发明的以上和其它目的和特征将变得更加清楚，其中：
图1是用于根据本发明实施实施方案的催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法的双提升管反应器100的示意图。
图2是根据本发明一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法的流程图。
图3是根据本发明另一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法的流程图。
图4是根据本发明另一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法的流程图。
图5是根据本发明另一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法的流程图。
具体实施方式
在以下的详细描述中，为了说明和示例的目的，描述若干个具体细节，以便提供对于各实施例的全面理解。然而，对于本领域普通技术人员而言，可以在没有这些具体细节的情况下实现这些实施例。在以下描述中使用的部件名称仅仅是为了容易说明，而不是为了进行任何限制。
在本发明中，术语“烃类原料”可以包括但不限于烷烃，环烷烃，单烯烃，双烯烃，环烯烃，芳烃，含氧烃和醚。
在本发明中，术语“馏分油”是指按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度范围在220℃和360℃之间。
在本发明中，术语“油浆”是指按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度范围在360℃和560+℃之间。
在本发明中，术语“循环重烃”是指按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度范围在220℃和560+℃之间。
在本发明中，术语“循环轻烃”是指C4-C8之间烃类物料，优选地无芳烃的烃类物料。
参照图1，可以用于根据本发明的催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法的双提升管反应器100可以包括：一个或多个第一提升管反应器101、一个或多个第二提升管反应器103、沉降器105、气提段107、和再生器109，其中第一提升管反应器101与第二提升管反应器103相互分开。沉降器105，气提段107和再生器109用于收集待生催化剂并为第一提升管反应器101和第二提升管反应器103提供再生催化剂。第一提升管反应器101和第二提升管反应器103分别在第一反应条件/裂化条件和第二反应条件/裂化条件下操作。第一提升管反应器101和第二提升管反应器103具有独立的反应控制系统，使反应器101和103能在最佳反应条件操作，并取得低碳烯烃和化工原料的收率最大化。
第一新鲜烃类原料或第一原料经管道131进入第一提升管反应器101，在第一提升管反应器101内与通过催化剂斜管123而来的再生催化剂混合。第一新鲜烃类原料经管道131可沿第一提升管反应器101高度上的任意一点进入反应器内。例如第一新鲜烃类原料经管道131可以在第一提升管反应器101的最下端进入反应器内，或在第一提升管反应器101的下半部分进入反应器内。第一新鲜烃类原料经管道131也可以在第一提升管反应器101下部1/3处进入反应器内，也可以在第一提升管反应器101下部1/4处进入反应器内。第一新鲜烃类原料经管道131也可以在第一提升管反应器101下部的40％，30％，20％，10％，或5％处进入反应器内。
管道131中的烃类原料可以是任意一种烃或多种烃组合物，例如蜡油，减压蜡油，加氢蜡油，重油，常渣，减渣，脱沥青油，或任何混合物料。管道131中的烃类原料可以是任意一种8个或8个以上碳原子的烃类原料或多种8个或8以上碳原子的烃类原料的混合物。如此在管道131中的烃类原料可以被称为“C8+烃”或“C8+烃类原料”。管道131中的烃类原料可以是烷烃或其它烃类物料。管道131中烃类原料的烃化合物类别可以包括，但不仅限于，烷烃，环烷烃，单烯烃，双烯烃，环烯烃，芳烃，含氧烃等等。在管道131中的烃类原料，除了包含C8+烃外，也可以包括(但不仅限于)轻烷基石脑油(石脑油限于其烃分子包含少于12个碳原子，并且包含至少80wt％的烷烃，不超过40wt％的环烷烃，也不超过10wt％芳烃)，重烷基石脑油(石脑油限于其烃分子包含至少12个碳原子，并且包含至少80wt％的烷烃，不超过40wt％的环烷烃，也不超过10wt％芳烃)，轻烯烃石脑油(石脑油限于其烃分子包含少于12个碳原子，并且包含至少20wt％的烯烃)，重烯烃石脑油(石脑油限于其烃分子包含至少12个碳原子，并且包含至少20wt％的烯烃)，芳烃抽提装置的非芳抽余油，费-托装置的含氧烃产品，或其它类似，或是它们任意几种或全部的混合物。管道131中的烃类原料，除了上述提到外，也可以包括含多种含氧烃，或醚，或是它们任意几种或全部的混合物。
管道131中的烃类原料中C8+烃的浓度可以从低至大约15wt％，大约25wt％，大约35wt％，或大约45wt％，到高至大约85wt％，大约95wt％，大约99wt％，或大约99.99wt％。例如管道131中的烃类原料中C8+烃的浓度可以从大约15wt％到大约99.99wt％，从大约25wt％到大约99wt％，从大约35wt％到大约95wt％，或大约45wt％到大约85wt％。举例说明，管道131中的烃类原料可含有大于25wt％，20wt％，15wt％，10wt％，5wt％，3wt％，或1wt％的碳原子数少于8的烃。
管道131中的烃类原料可以是在按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下10％的泡点温度高于100℃，90％的泡点温度低于750℃。管道131中的烃类原料可以是按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下10％的泡点温度高于250℃，90％的泡点温度低于650℃。管道131中的烃类原料可以是按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下10％的泡点温度高于350℃，90％的泡点温度低于580℃。
管道131中的烃类原料中C8-C60烃的浓度可以为从大约10wt％，大约20wt％，大约25wt％，大约30wt％，大约35wt％，大约40wt％，或大约45wt％，到大约55wt％，大约65wt％，大约75wt％，大约85wt％，大约90wt％，大约95wt％，大约99wt％，或大约100wt％。例如管道131中的烃类原料中C8-C60烃的浓度可以为从大约15wt％到大约95wt％，从大约28wt％到大约88wt％，从大约40wt％到大约80wt％，或从大约50wt％到大约60wt％。管道131中的烃类原料中C8-C50烃的浓度可以为从大约25wt％，大约30wt％，大约35wt％，大约40wt％，大约45wt％，大约50wt％，或大约55wt％，到大约65wt％，大约75wt％，大约85wt％，大约90wt％，或大约95wt％。例如管道131中的烃类原料中C8-C50烃的浓度可以为从大约32wt％到大约94wt％，从大约38wt％到大约88wt％，从大约48wt％到大约80wt％，或从大约50wt％到大约70wt％。管道131中的烃类原料中C8+烃的浓度可以为从大约30wt％，大约45wt％，大约55wt％，大约65wt％，大约75wt％，大约85wt％，大约90wt％，大约95wt％，大约99wt％，或大约100wt％。例如管道131中的烃类原料中C8+烃的浓度可以为从大约35wt％到大约100wt％，从大约55wt％到大约99.99wt％，从大约70wt％到大约99wt％，从大约80wt％到大约99wt％，从大约90wt％到大约100wt％，或从大约95wt％到大约100wt％。管道131中的烃类原料中C12+烃的浓度可以为从大约25wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约75wt％，大约80wt％，大约90wt％，大约95wt％，大约99wt％，或大约100wt％。例如管道131中的烃类原料中C12+烃的浓度可以为从大约30wt％到大约100wt％，从大约50wt％到大约99.99wt％，从大约70wt％到大约99wt％，从大约80wt％到大约99wt％，从大约90wt％到大约100wt％，或从大约95wt％到大约100wt％。管道131中的烃类原料中C15+烃的浓度可以为从大约20wt％，大约35wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，大约95wt％，大约99wt％，或大约100wt％。例如管道131中的烃类原料中C15+烃的浓度可以为从大约25wt％到大约100wt％，从大约40wt％到大约99.99wt％，从大约60wt％到大约99wt％，从大约75wt％到大约99wt％，从大约85wt％到大约100wt％，从大约90wt％到大约100wt％，或从大约95wt％到大约100wt％。
经管道131进入第一提升管反应器101的烃类原料可以含有一种或多种烯烃，其含量可以从低至大约0wt％，大约0.1wt％，大约2wt％，到高至大约4wt％，大约8wt％，大约10wt％。例如管道131中的烃类原料中烯烃的浓度可以为从大约0.01wt％到大约10wt％，从大约1wt％到大约7wt％，从大约2wt％到大约5wt％。管道131中的烃类原料中硫的浓度可以为从大约0.01wt％，大约0.05wt％，大约0.1wt％，大约0.2wt％，大约0.5wt％，到大约0.6wt％，大约0.8wt％，大约1.2wt％，大约1.5wt％，大约2.5wt％，或大约5wt％。管道131中的烃类原料中氮的浓度可以为从大约100ppmw，大约100ppmw，大约250ppmw，大约500ppmw，大约750ppmw，到大约1000ppmw，大约1250ppmw，大约1500ppmw，大约2000ppmw，大约5000ppmw，或大约10000ppmw。管道131中的烃类原料中镍的浓度可以为从大约0.01ppmw，大约0.05ppmw，大约0.1ppmw，大约0.2ppmw，大约0.4ppmw，到大约0.5ppmw，大约1ppmw，大约5ppmw，大约10ppmw，大约25ppmw，或大约50ppmw。管道131中的烃类原料中钒的浓度可以为从大约0.01ppmw，大约0.05ppmw，大约0.1ppmw，大约0.2ppmw，大约0.4ppmw，到大约0.5ppmw，大约1ppmw，大约5ppmw，大约10ppmw，大约25ppmw，或大约50ppmw。
管道131中的烃类原料可以含有其它装置或本装置的副产品和/或产品。例如管道131中的烃类原料可以含有硫或其它杂质。管道131中的烃类原料中硫和/或一种或多种含硫化合物的浓度可以少于大约1wt％，少于大约500ppmw，少于大约100ppmw，少于大约10ppmw，或少于大约1ppmw。在优选实施方案中，管道131中的烃类原料可以是无硫烃类原料或基本上无硫烃类原料。在此优选实施方案中，如果管道131中的烃类原料是基本上无硫烃类原料，是指含硫量小于1ppmw。
管道131中的烃类原料在第一提升管反应器中的第一反应条件下裂解成反应油气。其反应油气可以包括炼厂气(干气)，液化气(LPG)，轻石脑油和重石脑油，馏分油，油浆或任意组合。由第一烃类原料生成的反应油气中轻石脑油和重石脑油的含量(以全部第一烃类原料生成的反应油气质量为基准)可以从大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约35wt％，到大约40wt％，大约50wt％，大约55wt％，大约70wt％。由第一烃类原料生成的反应油气中馏分油的含量(以全部第一烃类原料生成的反应油气质量为基准)可以从大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约35wt％，到大约40wt％，大约50wt％，大约55wt％，大约70wt％。由第一烃类原料生成的反应油气中液化气的浓度(以全部第一烃类原料生成的反应油气质量为基准)可以占大约0.1wt％，大约0.5wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约15wt％，大约20wt％，大约25wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约45wt％，大约50wt％。举例说明，管道131中的第一烃类原料在第一提升管反应器中的第一反应条件下裂解生成反应油气，其包括第一炼厂气(干气)，第一液化气(LPG)，第一轻石脑油，第一重石脑油，第一馏分油，和第一油浆或任意组合。术语“液化气”或“LPG”是指丙烷，丙烯，丁烷，丁烯，或任意组合。在此用的术语“炼厂气”或“干气”是指氢气，甲烷，乙烷，乙烯，或硫化氢，或任意组合。
第二烃类原料经管道133进入第二提升管反应器103，在第二提升管反应器103内与通过催化剂斜管125而来的再生催化剂混合。第二烃类原料经管道133可沿第二提升管反应器103高度上的任意一点进入反应器内。例如第二烃类原料经管道133可以在第二提升管反应器103的最下端进入反应器内，或在第二提升管反应器103下半部分进入反应器内。第二烃类原料经管道133也可以在第二提升管反应器103高度下部1/3处进入反应器内，也可以在第二提升管反应器103高度下部1/4处进入反应器内。第二烃类原料经管道133也可以在可在第二提升管反应器103的底部进入反应器内。
管道133中的烃类原料可以是任意一种烃或多种烃混合物，例如轻石脑油，重石脑油，混合C4烃，混合C5烃，混合C6非芳烃，芳烃装置抽余油(非芳混合烃)，费-托装置的含氧烃产品或任意混合物料。管道133中的烃类原料可以是任意一种4个或4个以上碳原子的烃类原料或多种4个或4以上碳原子的烃类原料的混合物。如此在管道133中的烃类原料可以被称为“C4+烃”或“C4+烃类原料”。管道133中的烃类原料可以是烷烃或其它烃类物料。管道133中烃类原料的烃化合物类别可以包括，但不仅限于，烷烃，环烷烃，单烯烃，双烯烃，环烯烃，含氧烃，等。在管道133中的烃类原料，除了包含C4+烃外，也可以包括(但不仅限于)轻烷基石脑油(石脑油限于其烃分子包含少于12个碳原子，并且包含至少80wt％的烷烃，不超过40wt％的环烷烃，也不超过10wt％芳烃)，重烷基石脑油(石脑油限于其烃分子包含至少12个碳原子，并且包含至少80wt％的烷烃，不超过40wt％的环烷烃，也不超过10wt％芳烃)，轻烯烃石脑油(石脑油限于其烃分子包含少于12个碳原子，并且包含至少20wt％的烯烃)，重烯烃石脑油(石脑油限于其烃分子包含至少12个碳原子，并且包含至少20wt％的烯烃)，芳烃抽提装置的非芳抽余油，费-托装置的含氧烃产品，或其它类似，或是它们任意几种或全部的混合物。管道133中的烃类原料，除了上述提到外，也可以包括含多种氧烃，或醚，或是它们任意几种或全部的混合物。
经管道133进入第二提升管反应器103的烃类原料可以含有一种或多种烯烃，其浓度可以从低至大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到高至大约40wt％，大约60wt％，大约80wt％。例如管道131中的烃类原料中烯烃的浓度可以为从大约8wt％到大约80wt％，从大约10wt％到大约60wt％，从大约20wt％到大约40wt％。
管道133中的烃类原料在第二提升管反应器中的第二反应条件下裂解成第二反应油气。第二反应油气可以包括炼厂气(干气)，液化气(LPG)，轻石脑油和重石脑油，馏分油，油浆或任意组合。第二反应油气中轻石脑油和重石脑油的浓度(以全部第二反应油气质量为基准)可以为从大约8wt％，大约13wt％，大约18wt％，大约25wt％，大约35wt％，到大约42wt％，大约48wt％，大约60wt％，大约70wt％。第二反应油气中馏分油的浓度(以全部第二反应油气质量为基准)可以从大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约35wt％，到大约40wt％，大约50wt％，大约55wt％，大约70wt％。第二反应油气中液化气的浓度(以全部第二反应油气质量为基准)可以占大约1wt％，大约5wt％，大约8wt％，大约12wt％，大约15wt％，20wt％，到大约30wt％，大约35wt％，大约40wt％，大约45wt％，大约50wt％。举例说明，管道133中的烃类原料在第二提升管反应器中的第二反应条件下裂解生成第二反应油气，其包括第二反应油气包括第二炼厂气(干气)，第二液化气(LPG)，第二轻石脑油，第二重石脑油，第二馏分油，和第二油浆或任意组合。
第三烃类原料经管道139进入第一提升管反应器101，在第一提升管反应器101内与通过催化剂斜管123而来的再生催化剂混合。第三烃类原料经管道139可沿第一提升管反应器101高度上的任意一点进入反应器内。例如第三烃类原料经管道139可以在第一提升管反应器101的最下端进入反应器内，或在第一提升管反应器101下半部分进入反应器内。第三烃类原料经管道139也可以在第一提升管反应器101高度下部1/3处进入反应器内，也可以在第一提升管反应器101高度下部1/4处进入反应器内。第三烃类原料经管道139可以在第一烃类原料经管道131进入第一提升管反应器的位置之下进入反应器。第三烃类原料经管道139也可以在可在第一提升管反应器101的底部进入反应器内。在一些实施方案中，第三烃类原料经管道139可以在第一原料经管道131的下方。在一些实施方案中，第三烃类原料经管道139可以在第一原料经管道131的上方。
管道139中的第三烃类原料可以包括任何一种烃或多种烃类混合物料，如油浆，馏分油，减压馏分油，加氢馏分油，重油，常压渣油，减压渣油，脱沥青油，或任何组合。管道139中的第三烃类原料可以包括任何一种或多种12个或12以上碳原子的烃类原料的混合物。因此第三烃类原料也可以被称为“C12+烃”或C12+烃类原料”。第三烃类原料可以包括任何一种或多种含12个或12以上碳原子的烃类原料。
管道139中的第三烃类原料也可以包括C18-C30烃的混合物。例如管道139中的第三烃类原料也可以是第一反应产品和第二反应产品中的馏分油(或称为循环油)和/或油浆。管道139中的第三烃类原料，或循环油原料，可以按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度范围在220℃和560+℃之间。管道139中的第三烃类原料可以按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度范围在360℃和560+℃之间。管道139中的第三烃类原料也可以是双提升管反应器100下游分馏塔或精馏塔而来的烃类物料。例如管道139中的第三烃类原料可以是来源于位于第一和第二提升管反应器下游的分馏塔201的塔底烃类物料。再举一例，管道139中的第三烃类原料也可以是双提升管反应器100下游的汽提塔205而来的塔底烃类物料。
通过管道139的第三烃类原料在第一提升管反应器中的第三反应条件下裂解，在第一提升管内此裂解条件下生成裂解油气。此裂解油气可以包括炼厂气(干气)，液化气(LPG)，轻石脑油和重石脑油，馏分油，油浆或任意组合。反应油气中轻石脑油和重石脑油的浓度(以全部由第三烃类原料生成的裂解油气质量为基准)可以从大约8wt％，大约13wt％，大约18wt％，大约25wt％，大约35wt％，到大约42wt％，大约48wt％，大约45wt％，大约60wt％。第三反应油气中馏分油的浓度(以全部第三烃类原料生成的裂解油气质量为基准)可以从大约5wt％，大约10wt％，大约15wt％，大约20wt％，大约25wt％，大约30wt％，到大约38wt％，大约44wt％，大约50wt％，大约55wt％，大约60wt％。第三反应油气中液化气的浓度(以全部第三烃类原料生成的裂解油气质量为基准)可以占大约4wt％，大约8wt％，大约12wt％，大约16wt％，大约20wt％，到大约25wt％，大约30wt％，大约35wt％，大约40wt％，大约45wt％，大约50wt％，或大约55wt％。举例说明，管道139中的烃类原料在第一提升管反应器中的第三反应条件下裂解生成反应油气，其反应油气包括炼厂气(干气)，液化气(LPG)，轻石脑油，重石脑油，馏分油，和油浆或任意组合。第一提升管反应器内的第一烃类原料生成的反应油气和第三烃类原料生成的反应油气在第一提升管反应器出口处组成了第一反应油气，而第一反应油气和待生催化剂一起组成了第一提升管流出物。第二提升管反应器中的第二反应油气和待生催化剂一起组成了第二提升管流出物。
管道123和125中的催化剂可以相同或不同，并都是从再生器109而来。管道123和125中的催化剂可以包括任何一种或多种合适将第一烃类原料和第二烃类原料裂解成目标产品-低碳烯烃和化工原料的催化剂。针对裂解烃类原料，一种或多种沸石，例如结晶分子筛沸石，形态改性分子筛沸石等可以适用于流化催化裂化工艺。沸石催化剂也可以被一种或多种物料改性，如磷。沸石催化剂也可以和其它已知的催化剂一起在催化裂化中联合使用。可以举例说明的有，但不仅限于，ZSM-5，ZSM-11，ZSM-12，ZSM-22，ZSM-23，ZSM-35，ZSM-48，ZSM-57，X型沸石(沸石X)，Y型沸石(沸石Y)，超稳Y型沸石，稀土型沸石，稀土-超稳Y型沸石，MCM-9，MCM-22，MCM-41，磷硅铝分子筛(SAPO)，八面沸石，丝光沸石，以及其它合成或天然沸石或任意组合。
管道123和125中的催化剂可以至少有一种催化反应成份。这种催化反应成份可以包括沸石，无定形物，和/或孔状基质。例如催化反应成份可以是，但非仅限于，ZSM-5，ZSM-11，ZSM-12，ZSM-22，ZSM-23，ZSM-35，ZSM-48，ZSM-57或任意组合。举例说明，所用的催化反应成份就可以是ZSM-5。另外一例，催化反应成份可以是，但非仅限于，X型沸石(沸石X)，Y型沸石(沸石Y)，超稳Y型沸石，稀土型沸石，稀土-超稳Y型沸石，MCM-9，MCM-22，MCM-41，磷硅铝分子筛-5(SAPO-5)，磷硅铝分子筛-37(SAPO-37)，磷硅铝分子筛-40(SAPO-40)，天然沸石如八面沸石，丝光沸石，或任意组合。再则一例，催化反应成份可以是包括薄水铝石，拟薄水铝石，拟薄水铝石胶(PSA)，含铝凝胶，水滑石，铝土岩，和相似物质，或任意组合。再举一例，催化反应成份可以包括重油裂解助剂，如BCMTTM-500,BCMTTM-500LRT,BCMTTM-DC,andBCMTTM-MD,和其它Intercat公司的商用催化剂。
通常，催化反应成份需要均匀地分散在载体(基质)中。举例说明，基质可以包括，但不仅限于，铝溶胶，硅溶胶，和/或天然高岭土。催化剂中的基质可以具有反应活性或非反应活性。在一个或多个优选实施方案中，具反应活性的基质可以包括催化反应成份可以是包括薄水铝石，拟薄水铝石，拟薄水铝石胶(PSA)，含铝凝胶。
双提升管反应器100包含一个沉降器105。沉降器105可位于双提升管反应器100的任何位置，如沉降器可位于第一提升管反应器101和第二提升管反应器103的末端，及再生器109的上面。在沉降器105内，催化剂分离系统111与第一提升管反应器101的末端传输管线113相连。催化剂分离系统111(一个或多个旋风分离器)的出口与外集气室123相连，并最终与油气产品管道141相连。
在沉降器105内，另一个催化剂分离系统115与第二提升管反应器103的末端传输管线117相连。催化剂分离系统115(一个或多个旋风分离器)的出口与外集气室123相连，并最终与油气产品管道141相连。催化剂分离系统111和/或115中有接口(未在图中显示)可与气提段107而来的蒸汽，烃类气体相接触，并一起通过管线141流出双提升管反应器100。
从第一提升管反应器101而来的第一提升管反应器流出物通过传输管线113进入催化剂分离系统111。在催化剂分离系统内，待生催化剂颗粒和/或其它颗粒与气相反应产品，蒸气，惰性气体(统称反应油气)相分离。相似的是，从第二提升管反应器103而来的第二提升管反应器流出物通过传输管线117进入催化剂分离系统115。在催化剂分离系统内，待生催化剂颗粒和/或其它颗粒也与气相反应产品，蒸气，惰性气体(统称反应油气)相分离。额外的汽提蒸汽可以提供在汽提段107的底部，这可以协助气相产品与待生催化剂的分离，即从固体颗粒中用蒸汽将气相烃产品置换出来。第一反应油气，第二反应油气，和第三反应油气经一同通过管线141离开双提升管反应器100。而待生催化剂则通过汽提段107进入再生器109中。
双提升管反应器100还包括汽提段107和催化剂再生器109。气提段107可位于双提升管反应器100中的任何位置。例如汽提段107可位于催化剂分离系统111和115之下。再生器109也可位于双提升管反应器100中的任何位置。例如再生器109可位于汽提段107之下。
从催化剂分离系统111和115中出来的固体颗粒，即待生催化剂，相互混合后进入位于下方的汽提段107。经过汽提之后的待生催化剂，或被焦碳附着的催化剂，经过待生催化剂立管进入再生器109内。在再生器109内，附着在催化剂上的焦碳被烧掉。再生催化剂又经过催化剂斜管123和125进入第一提升管反应器和第二题升管反应器，完成了催化剂的循环。
通过管线135和管线137分别进入第一提升管反应器和第二提升管反应器内的蒸汽可以是饱和蒸汽。此饱和蒸汽的压力可以从大约101kPag到大约6000kPag，大约500kPag到大约6000kPag，或大约2000kPag到大约6000kPag。例如饱和蒸汽的压力可以从大约101kPag到大约8300kPag，大约101kPag到大约4000kPag，或大约101kPag到大约2000kPag。
通过管线135和管线137分别进入第一提升管反应器和第二提升管反应器内的蒸汽也可以是过热蒸汽。此过热蒸汽的压力可以从大约100kPag到大约8500kPag。例如过热蒸汽的压力可以从大约100kPag到大约8300kPag，大约100kPag到大约4000kPag，或大约100kPag到大约2000kPag。通过管线135和管线137的过热蒸汽的温度最低可以大约200℃，大约230℃，大约260℃，或大约290℃。
图2显示根据本发明一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法，其中一个或多个分馏塔201可以通过管线141与双提升管反应器100相连。分馏塔201底部和顶部分别设有塔底产品经管线231和塔顶产品经管线211。经过管线231后塔底产品至少有一部分沿管线241循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器，剩余物料则通过管线239出装置。管线241占管线231中的质量百分比可以占大约0.1wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，或大约90wt％。经过管线211后塔顶产品至少有一部分沿管线243循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器，剩余物料则通过管线245出装置。管线243占管线211中的质量百分比可以占大约0.1wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，或大约90wt％。
图3显示根据本发明另一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法，其中一个或多个分馏塔201可以通过管线141与双提升管反应器100相连。分馏塔201将来自反应器100的反应油气分割分离为塔顶产品(轻烃产品-按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度低于220℃的烃)和塔底产品(重烃产品-按标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度高于220℃的烃)。分馏塔201的塔底产品经管线231和塔顶产品经管线211离开分馏塔201。经过管线231后塔底产品至少有一部分沿管线241循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器，剩余物料则通过管线239出装置。管线241占管线231中的质量百分比可以占大约0.1wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，或大约90wt％。经过管线211后塔顶产品至少有一部分沿管线247进入气分系统500。气分系统500可以包括，但不仅限于，一个或多个脱甲烷塔，一个或多个脱乙烷塔，一个或多个脱丙烷塔，一个或多个乙烯精馏塔，一个或多个丙烯精馏塔等。脱甲烷塔的操作目标是将含有甲烷，氢等炼厂气(干气)作为塔顶产品与其他轻质烃(塔底产品)中分离出来。脱乙烷塔的操作目标是将乙烷，乙烯作为塔顶产品从其他轻质烃(塔底产品)中分离出来。脱丙烷塔是将C4作为塔底产品从其他氢质烃(塔顶产品)中分离出来。乙烷和乙烯在乙烯精馏塔中进一步精馏，乙烯作为塔顶产品离开，而乙烷作为塔底产品离开精馏塔。丙烷和丙烯则在丙烯精馏塔中进一步精馏，丙烯作为塔顶产品离开，而丙烷作为塔底产品离开精馏塔。乙烯产品通过管线511，丙烯产品通过管线513离开气分系统500。乙烷通过管线517和丙烷通过管线519可以离开气分系统500。炼厂气(干气)通过管线521离开气分系统500。而C4则通过管线515离开气分系统500。C4产品至少有一部分或全部通过管线523循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。管线523占管线515中的质量百分比可以占大约1wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约40wt％，到大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，或大约100wt％。C4产品除了通过循环管线523的物料外，剩余物料则通过管线525出装置。经过管线211后塔顶产品至少有一部分沿管线217进入芳烃抽提装置800芳烃产品通过管线811离开芳烃抽提装置800，而一部分重质烃则通过管线815离开，同时抽余油通过管线813循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。
图4显示根据本发明另一个实施例的催化裂解烃类原料制备低碳烃的示例性方法，其中一个或多个分馏塔201可以通过管线141与双提升管反应器100相连。分馏塔201底部和顶部分别设有第一侧线产品经管线213，第二侧线产品经管线221，塔底产品经管线231，和塔顶产品经管线211。第一侧线产品经管线213的抽出口可位于分馏塔201的任何位置，但同时应位于抽出第二侧线产品经管线221的抽出口上。塔底产品经管线231后至少有一部分通过管线233与经管线227的馏分油汽提塔205塔底产品汇合，之后沿管线237循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器。管线233占管线231中的质量百分比可以占大约0.1wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，或大约90wt％。塔底产品除了通过循环管线233的物料外，剩余物料则通过管线235出装置。
一个或多个多级压缩机系统301可以与管线211相连。液相产品通过管线311和气相产品通过管线313与多级压缩机系统301相连。
一个或多个精馏塔，或石脑油精馏塔203，可以与管线213和管线311相连。第一循环返回线通过管线215，轻石脑油产品线通过管线217，及重石脑油产品线通过管线219从石脑油精馏塔203离开。
一个或多个汽提塔，或馏分油汽提塔205，可以与管线221先连。第二循环返回线通过管线223和塔底产品线通过管线225从馏份汽提塔离开。塔底产品经管线225后至少有一部分通过管线227与经管线233的部分分馏塔201塔底产品汇合，之后沿管线237循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器。管线227占管线225中的质量百分比可以占大约1wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约40wt％，到大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，或大约100wt％。塔底产品除了通过循环管线227的物料外，剩余物料则通过管线229出装置。
杂质处理系统401，可以与管线313相连。杂质处理系统401可以包括，但不仅限于，一个或多个碱洗塔，一个或多个水洗塔，一个或多个乙炔转化器，和一个或多个干燥器等。处理后的产品经过管线411离开杂质处理系统401。
气分系统500，可以与管线411相连。气分系统500可以包括，但不仅限于，一个或多个脱甲烷塔，一个或多个脱乙烷塔，一个或多个脱丙烷塔，一个或多个乙烯精馏塔，一个或多个丙烯精馏塔等。乙烯产品通过管线511，丙烯产品通过管线513离开气分系统500。乙烷通过管线517和丙烷通过管线519可以离开气分系统500。炼厂气(干气)通过管线521离开气分系统500。而C4则通过管线515离开气分系统500。C4产品至少有一部分或全部通过管线523循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。管线523占管线515中的质量百分比可以占大约1wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约40wt％，到大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，或大约100wt％。C4产品除了通过循环管线523的物料外，剩余物料则通过管线525出装置。
一个或多个可选项气相裂解炉601可以与管线517和管线519相连(如果客户选用的话)。裂解产品通过管线611离开气相裂解炉601，可以与双提升管反应器100而来的裂解反应油气混合后一起进入分流塔201，或也可以与双提升管反应器100而来的裂解反应油气分别通过不同位置进入分馏塔201。
一套芳烃抽提装置800可以与管线217相连。芳烃产品通过管线811离开芳烃抽提装置800，同时抽余油通过管线813循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。
对于图1和图4，在管线131内的烃类原料和管线139内的烃类原料或循环烃类原料可能需要分别被加热后再进入第一提升管反应器内。尽管图1和图4中未显示，运用再生工艺热能的换热器或加热炉可以用来加热在管线131/139内的烃类原料，或管线237内的循环烃类原料，或同时加热两者。管线131内烃类原料的温度可以从大约150℃到400℃，大约200℃到350℃，或大约250℃到300℃。管线131内烃类原料的压力可以从大约101kPa(表压)，或kPag，到大约2100kPag，大约350kPag到1500kPag，或大约450kPag到700kPag。管线237内烃类原料的温度可以从大约150℃到400℃，大约200℃到350℃，或大约250℃到300℃。管线139内烃类原料的压力可以从大约101kPa(表压)，或kPag，到大约2100kPag，大约350kPag到1500kPag，或大约450kPag到700kPag。
在管线133内的烃类原料也可能需要被加热后再进入第二提升管反应器内。尽管图1和图4中未显示，运用再生工艺热能的换热器或加热炉可以用来加热在管线133内的烃类原料。管线133内烃类原料的温度可以从大约150℃到400℃，大约200℃到350℃，或大约250℃到300℃。管线133内烃类原料的压力可以从大约101kPa(表压)，或kPag，到大约2100kPag，大约350kPag到1500kPag，或大约450kPag到700kPag。
第一提升管反应器101可以有二个反应区域。第一反应区域是在第三反应条件下操作，其反应区域可以在经管线131的第一烃类原料入口之下，或在经管线131的第一原料入口的上游进入第一提升管反应器101内。第二反应区域是在第一反应条件下操作，其反应区域可以在经管线237的第三烃类原料入口之上，或在经管线237的第三原料入口的下游进入第一提升管反应器101内。在第一提升管反应器101的第一反应区域(第三反应条件)内，剂油比的范围，即通过管线123的催化剂和第一提升管内与其反应的第三类烃类原料和循环重烃的总和的质量比，可以从大约2:1到大约35:1，大约3:1到大约30:1，大约5:1到大约25:1，大约10:1到大约20:1，或大约15:1到大约18:1。第一提升管反应器101内第一反应区域(第三反应条件)的温度可以低至大约400℃，大约420℃，大约450℃，大约480℃，或大约500℃，到高至大约525℃，大约550℃，大约575℃，大约600℃，或大约650℃。例如在第一提升管反应器101内第一反应区域的操作温度可以从大约450℃到大约620℃，从大约470℃到大约600℃，从大约490℃到大约580℃，或从大约500℃到大约550℃。
在第一提升管反应器101的第二反应区域(第一反应条件)内，剂油比的范围，即通过管线123的催化剂和第一提升管内与其反应的烃类原料和循环重烃的总和的质量比，可以从大约0.5:1到大约15:1，大约1:1到大约10:1，大约15:1到大约8:1，大约2:1到大约6:1，或大约3:1到大约5:1。第一提升管反应器101内第二反应区域(第一反应条件)的温度可以低至大约300℃，大约320℃，大约350℃，大约380℃，或大约400℃，到高至大约425℃，大约450℃，大约475℃，大约500℃，或大约520℃。例如在第一提升管反应器101内第二反应区域的操作温度可以从大约320℃到大约500℃，从大约350℃到大约475℃，从大约380℃到大约475℃，或从大约400℃到大约450℃。
在第二提升管反应器103的第二反应条件下，剂油比的范围，即通过管线125的催化剂和第二提升管内与其反应的烃类原料和循环轻烃的总和质量比，可以从大约2:1到大约35:1，大约3:1到大约30:1，大约5:1到大约25:1，大约10:1到大约20:1，或大约15:1到大约18:1。第二提升管反应器103内的操作温度可以低至大约450℃，大约475℃，大约500℃，大约525℃，或大约550℃，到高至大约575℃，大约595℃，大约615℃，大约650℃，或大约700℃。例如在第二提升管反应器103内的操作温度可以从大约400℃到大约675℃，从大约500℃到大约600℃，从大约510℃到大约590℃，或从大约525℃到大约575℃。
第一提升管反应器101和第二提升管反应器103内的热量由经管线135和管线137内的蒸汽及经催化剂斜管123和催化剂斜管125内的再生催化剂提供。在此所提的提升关反应温度是指提升管流出物在提升管反应器顶部出口处的温度。第一提升管反应器101和第二提升管反应器103的烃类原料温度可以低于提升管出口温度，而且在提升管反应器内温度也会随裂解反应而变化。
第一提升管反应器101的压力可以从低至大约40kPag，大约55kPag，大约65kPag，或大约70kPag，到高至大约650kPag，大约675kPag，大约700kPag，或大约725kPag。烃类原料在第一提升管反应器内在压力大约68kPag到大约690kPag下可以被加热到498℃到512℃。
第二提升管反应器103的压力可以从低至大约40kPag，大约55kPag，大约65kPag，或大约70kPag，到高至大约650kPag，大约675kPag，大约700kPag，或大约725kPag。烃类原料在第二提升管反应器内在压力大约68kPag到大约690kPag下可以被加热到550℃到650℃。
第一提升管反应器内第一反应区域的反应混合物的速率，即经由管线237的第三烃类原料和经由管线123的再生催化剂，可以从大约3m/s(米/秒)到大约27m/s，从大约6m/s到大约25m/s，从大约9m/s到大约21m/s。而这些反应混合物在第一提升管反应器内第一反应区域的停留时间可以少于大约20s(秒)，少于大约10s，少于大约5s，少于大约2s，少于大约1s，或少于大约0.1s。第一提升管反应器内第二反应区域的反应混合物的速率，即第三反应油气和经由管线131的第一烃类原料及经由管线123的再生催化剂，可以从大约3m/s(米/秒)到大约27m/s，从大约6m/s到大约25m/s，从大约9m/s到大约21m/s。而这些反应混合物在第一提升管反应器内第二反应区域的停留时间可以少于大约20s(秒)，少于大约10s，少于大约8s，少于大约4s，少于大约2s，或少于大约1s。
第二提升管反应器内的反应混合物的速率，即经由管线133的第二烃类原料及经由管线125的再生催化剂，可以从大约3m/s(米/秒)到大约27m/s，从大约6m/s到大约25m/s，从大约9m/s到大约21m/s。而这些反应混合物在第二提升管反应器内的停留时间可以少于大约20s(秒)，少于大约10s，少于大约8s，少于大约4s，少于大约2s，或少于大约1s。
第一提升管反应器101的流出物经过传输管线113进入分离系统111。而在一级分离系统111内，待生催化剂和/或其它固体颗粒可以与气相烃产品，蒸汽，和惰性气体相分离。第二提升管反应器103的流出物经过传输管线117进入分离系统115。而在分离系统115内，待生催化剂和/或其它固体颗粒可以与气相烃产品，蒸汽，和惰性气体相分离。从分离系统出来的气相产品通过外集气室123进入管线141。
经过管线141的气相烃产品可以被进一步处理，如在图4和图5中的分馏塔201。随着气相产品携带的微量待生催化剂可以通过分馏塔底的分离系统(未在图中显示)分离出来，并被送回再生器中，然后再进入第一提升管反应器101和第二提升管反应器103。
从分离系统111和115分离系统而来的固体颗粒，如待生催化剂，可以混合后进入汽提段107。在汽提段107内，待生催化剂通过自身的重力相下流动，在流动过程中与汽提段107内的挡板或填料相接触。同时上升的气体，如汽提蒸汽，在相上流动中也与挡板或填料及待生催化剂相接触。汽提蒸汽可以被注入在汽提段107中挡板或填料层之下的任何地方。上升的蒸汽可以置换出待生催化剂中的易挥发性烃类气体，而这些被置换出来的烃类气体也随着其余的上升气体一道通过分离系统111和/或115中接口(图中未显示)进入催化剂分离系统111和/或115中，并通过管线141离开反应100。
汽提后的待生催化剂，或被焦碳附着的催化剂，通过待生立管和待生滑阀进入再生器109。在再生器109中，被焦碳附着的催化剂可以与一种或多种流体相混合(未显示)，并最后生成管线143中的烟气和管线123及125中的再生催化剂。一种或多种流体可以是一种或多种氧化剂和/或补充燃料。举例说明，氧化剂可以包括，但不仅限于，空气，氧气，加氧空气，臭氧，过氧化氢，或无氮氧，或任意组合。在此所说的“加氧空气”是指流体中含有大约21vol％到大约50vol％的氧。在此所说的“无氮氧”是指氧化剂中含有少于大约5vol％的氮，少于大约4vol％的氮，少于大约3vol％的氮，少于大约2vol％的氮，或少于大约1vol％的氮。补充燃料可以是任何一种可燃物。例如补充燃料可以是，但不仅限于，C1-C30的烃。补充燃料可以作为液体，气体，或固体，或任意组合形态进入再生器109。补充燃料可以与氧化剂分开使用不同管线(未显示)进入再生器109。氧化剂可以燃烧掉在待生催化剂上的含碳物质或燃烧掉催化剂表面的积碳。当补充燃料被喷入进再生器109内，氧化剂会与补充燃料反应并燃烧生成热量。通过燃烧表面积碳后使催化剂内的活性表面恢复，由此“再生”了催化剂并使之能再度参与催化反应。燃烧的副产品，如一氧化碳，硫化物，氮化物，氮化物前体，和二氧化碳等可以通过管线143作为烟气离开再生器109。再生催化剂可以通过催化剂斜管123和125分别进入第一提升管反应器101和第二提升管反应器103。新鲜或未被使用过的催化剂可以被加入再生器109之中(未显示)，并通过催化剂斜管123和125分别进入第一提升管反应器101和第二提升管反应器103。
在再生器109中，被焦碳附着的催化剂可以与一种或多种流体相混合(未显示)，并最后生成管线143中的烟气和管线123及125中的再生催化剂。在一个或多个优选实施方案中，氧化剂在没有补充燃料的情况下可以燃烧掉在待生催化剂上的含碳物质或燃烧掉催化剂表面的积碳。例如，在没有补充燃料的情况下烟气通过管线143及再生催化剂通过催化剂斜管123和125离开再生器109。在一个或多个优选实施方案中，使用大孔径反应活性组份的待生催化剂会在使用补充燃料的情况下失去部分活性。
再生器109可以在完全燃烧，部分燃烧，或在二者之间的任意一种模式下操作。烟气通过管线143可以进入可选项一氧化碳燃烧炉(未显示)中燃烧掉剩余的一氧化碳。一部分经过管线143的烟气和/或经过一氧化碳燃烧炉(可选项)的烟气可以被排入大气层，或进入废热回收系统(未显示)回收热量后再排入大气层或其它排出办法。
图5根据以上一个或多个优选实施方案，描述了一个利用双提升管反应器100深度催化裂解制低碳烯烃和其它化工原料的工艺流程方块图。一个或多个分馏塔201可以通过管线141与双提升管反应器100相连。分馏塔201底部和顶部分别设有第一侧线产品经管线213，第二侧线产品经管线221，塔底产品经管线231，和塔顶产品经管线211。第一侧线产品经管线213的抽出口可位于分馏塔201的任何位置，但同时应位于抽出第二侧线产品经管线221的抽出口上。塔底产品至少有一部分通过管线233的塔底部分产品与馏分油汽提塔205塔底产品经管线227汇合后沿管线237循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器。管线233占管线231中的质量百分比可以占大约0.1wt％，大约1wt％，大约5wt％，大约10wt％，大约20wt％，到大约30wt％，大约40wt％，大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，或大约90wt％。塔底产品除了通过循环管线233的物料外，剩余物料则通过管线235出装置。
一个或多个多级压缩机系统301可以与管线211相连。液相产品通过管线311和气相产品通过管线313与多级压缩机系统301相连。
一个或多个精馏塔，或石脑油精馏塔203，可以与管线213和管线311相连。第一循环返回线通过管线215，轻石脑油产品线通过管线217，及重石脑油产品线通过管线219从石脑油精馏塔203离开。
一个或多个汽提塔，或馏分油汽提塔205，可以与管线221先连。第二循环返回线通过管线223和塔底产品线通过管线225从馏份汽提塔离开。塔底产品经管线225后至少有一部分通过管线227与经管线233的部分分馏塔201塔底产品汇合，之后沿管线237循环返回到双提升管反应器100作为与第一烃类原料和/或第三烃类原料共同反应的循环重烃进入第一提升管反应器。管线227占管线225中的质量百分比可以占大约1wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约40wt％，到大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，或大约100wt％。塔底产品除了通过循环管线227的物料外，剩余物料则通过管线229出装置。
一个或多个精馏塔，或脱乙烷塔303，可以与管线313相连。干气-包括氢气，甲烷，乙烷，乙烯，和硫化氢从塔顶管线331离开或脱乙烷塔303流向下游处理装置，如脱硫，氢气变压吸附，和/或乙烯反应装置-如苯乙烯装置等。液相产品通过塔底管线321离开或脱乙烷塔303。
杂质处理系统401，可以与管线321相连。杂质处理系统401可以包括，但不仅限于，一个或多个碱洗塔，一个或多个水洗塔，一个或多个双烯烃转化器，和一个或多个干燥器等。处理后的产品经过管线413离开杂质处理系统401。
一个或多个精馏塔，或脱丙烷塔501，可以与管线413相连。丙烷及丙烯产品通过塔顶管线531离开脱丙烷塔501。C4产品则通过塔底管线515离开或脱丙烷塔501。而C4产品中至少有一部分或全部通过管线523循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。管线523占管线515中的质量百分比可以占大约1wt％，大约10wt％，大约20wt％，大约30wt％，大约40wt％，到大约50wt％，大约60wt％，大约70wt％，大约80wt％，大约90wt％，或大约100wt％。C4产品除了通过循环管线523的物料外，剩余物料则通过管线525出装置。
一个或多个精馏塔，或丙烯精馏塔503，可以与管线531相连。丙烯产品通过塔顶管线513离开丙烯精馏塔503，而丙烷则通过塔底管线519离开丙烯精馏塔503。
一个或多个可选项气相裂解炉601可以与管线519相连(如果客户选用的话)。乙烷进料可以通过管线517从装置外进入气相裂解炉601。裂解产品通过管线611离开气相裂解炉601，可以与双提升管反应器100而来的裂解反应油气混合后一起进入分流塔201，或也可以与双提升管反应器100而来的裂解反应油气分别通过不同位置进入分馏塔201。
一套芳烃抽提装置800可以与管线217相连。芳烃产品通过管线811离开芳烃抽提装置800，同时抽余油通过管线813循环循环返回到双提升管反应器100作为与第二烃类原料共同反应的循环轻烃进入第二提升管反应器。
实施例
实施例1
本实施例中，反应原料在双提升管反应器中进行裂解反应并且裂解产物之后经分馏工艺、气分工艺以及芳烃抽提工艺处理获得最终产品(参见图3)，其中将具有密度为953.9kg/m3的重油作为第一提升管反应器的第一烃类原料，而具有密度为698.8kg/m3的直链轻石脑油则作为第二提升管反应器的第二烃类原料，分馏塔的塔底产品(主要是馏分油和油浆)作为第一提升管反应器的循环重烃物料而将气分工艺中所获得的C4烃类和和芳烃抽提工艺的抽余油作为第二提升管反应器的循环轻烃物料。双提升管反应器中的反应条件如表1中所示。双提升管反应器中的反应产物之后经分馏工艺分离标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度低于220℃轻烃产品和标准油品实沸点(TBP)蒸馏方法下的泡点温度高于220℃塔底产品，塔底产品一部分循环回到双提升管反应器作为循环重烃进入第一提升管反应器；一部分轻烃产品经气分工艺分离为甲烷、乙烷、丙烷、乙烯、丙烯等产物，丁烷和丁烯产品全部循环回到双提升管反应器作为循环轻烃进入第二提升管反应器；另一部分轻烃产品经芳烃抽提工艺分离苯、甲苯和二甲苯，抽余油则也循环返回到双提升管反应器作为循环轻烃进入第二提升管反应器。
表1：第一提升管反应器进料和第二提升管反应器进料的物料性质和反应条件。
表2：在表1工况和物料性质下运用双提升管反应器深度催化裂解反应系统的收率
*石脑油包含了苯，甲苯，二甲苯，其中苯，甲苯，二甲苯共有22,400千克/小时，除苯，甲苯，二甲苯后的石脑油有19,296千克/小时出装置。
从表2中可知，最终所获得的产品中低碳烯烃(乙烯加丙烯)的收率为32.1wt％，苯，甲苯，二甲苯的收率为12.0wt％(所有收率都以新鲜烃类原料总进料量-186,669千克/小时为基准)。另外，当使用气相裂解炉进一步裂解乙烷和丙烷时，乙烯和丙烯的收率会从上文表2中的59,900千克/小时(32.1wt％)上升大约13593千克/小时(7.3wt％)至大约73,493千克/小时(39.4wt％)。
对比例1：
采用与实施例1中类似的工艺流程，即在双提升管反应器中进行裂解反应并且裂解产物之后经分馏工艺、气分工艺以及芳烃抽提工艺处理获得最终产品，其中将密度为698.8kg/m3的直链轻石脑油同时作为第一提升管反应器和第二提升管反应器中的第一和第二烃类原料，分馏塔的塔底产品(主要是馏分油和油浆)作为第一提升管反应器的循环重烃物料而将气分工艺中所获得的C4烃类和和芳烃抽提工艺的抽余油作为第二提升管反应器的循环轻烃物料。最终所获得的产品中低碳烯烃(乙烯加丙烯)的收率为32.8wt％，苯，甲苯，二甲苯的收率为11.0wt％(所有收率都以新鲜烃类原料总进料量-186,669千克/小时为基准)。其中所述第一和第二提升管反应器中的反应条件与实施例1中第二提升管反应器相同，分馏工艺、气分工艺以及芳烃抽提工艺的反应条件与实施例1中相同。
由于第一和第二烃类原料全部为较轻的烃类原料，因此产品中低碳烯烃的收率显著提高，但是在待生催化剂上的焦炭严重不足(生焦只有1.4wt％)，所以需要在再生器中进行补燃。为了能够提供足够的提升管反应器中所需的反应热，需要163Gcal/小时的热量(若使用热量为9702kcal/kg的燃料油，则需要用16.8吨/小时的燃料油燃烧来补充所需热量)。
对比例2：
采用与实施例1中类似的工艺流程，即在双提升管反应器中进行裂解反应并且裂解产物之后经分馏工艺、气分工艺以及芳烃抽提工艺处理获得最终产品，其中具有密度为953.9kg/m3的重油作为第一提升管反应器的新鲜烃类原料，而具有密度为698.8kg/m3的直链轻石脑油作为第二提升管反应器的新鲜烃类原料，分馏塔的塔底产品(主要是馏分油和油浆)和气分工艺中所获得的C4烃类和芳烃抽提工艺的抽余油都作为第二提升管反应器的循环物料。最终所获得的产品中低碳烯烃(乙烯加丙烯)的收率为30.6wt％，苯，甲苯，二甲苯的收率为11.2wt％(所有收率都以新鲜烃类原料总进料量-186,669千克/小时为基准)。其中所述第一、第二提升管反应器中的反应条件以及分馏工艺、气分工艺以及芳烃抽提工艺的反应条件均与实施例1中相同。
由此可见，当循环重烃也进入第二提升管反应器中时，与实施例1中的产品相比，最终获得的低碳烯烃以及苯、甲苯和二甲苯的收率都有所降低。
Claims (10)
1.一种催化裂解烃类原料制备低碳烃的方法，所述方法包括：
在一个或多个第一提升管反应器内于第一催化反应条件下裂解第一烃类原料和循环重烃获得第一提升管反应器流出物；和
在一个或多个第二提升管反应器内于第二催化反应条件下裂解第二烃类原料和循环轻烃获得第二提升管反应器流出物；
其中所述第一提升管反应器流出物包含第一反应油气和待生催化剂，所述第一反应油气包含第一轻石脑油、第一重石脑油、第一馏分油、第一油浆、第一气体烃产品或其组合；所述第二提升管反应器流出物包含第二反应油气和待生催化剂，所述第二反应油气包含第二轻石脑油、第二重石脑油、第二馏分油、第二油浆、第二气体烃产品或其组合；所述循环重烃包含所述所述第一馏分油、所述第一油浆、所述第二馏分油、所述第二油浆或其组合；并且所述循环轻烃包含所述第一轻石脑油、所述第二轻石脑油、所述第一气体烃产品、所述第二气体烃产品或其组合。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述第一烃类原料包含8个或8个以上碳原子的烃类原料或其混合物。
3.如权利要求2所述的方法，其中所述第一烃类原料包含8-12个碳原子的烃类原料或其混合物。
4.如权利要求1-3中任一项所述的方法，其中所述第二烃类原料包含4个或4个以上碳原子的烃类原料或其混合物。
5.如权利要求1-4中任一项所述的方法，其中所述循环重烃包含所述第一馏分油、所述第一油浆、所述第二馏分油、所述第二油浆或其组合。
6.如权利要求1所述的方法，还包括在所述第一提升管反应器内于第三催化反应条件下裂解第三烃类原料和所述循环重烃，所获得的裂解产物为所述第一提升管反应器流出物的一部分。
7.如权利要求1所述的方法，其中第一提升管反应器由上至下包括第二反应区域和第一反应区域，其中所述第一烃类原料和所述循环重烃在所述第二反应区域内催化裂解而所述第三烃类原料和所述循环重烃在所述第一反应区域内催化裂解。
8.如权利要求1所述的方法，其中所述第三烃类原料包含12个或12个以上碳原子的烃类原料或其混合物。
9.如权利要求1-8中任一项所述的方法，其中所述第一提升管反应器和所述第二提升管反应器具有彼此独立的反应控制系统。
10.如权利要求1所述的方法，还包括所述第一提升管反应器流出物和所述第二提升管反应器流出物进入沉降器内，并经由第一和第二催化剂一级分离系统分别将所述第一提升管反应器流出物和所述第二提升管反应器流出物中的所述待生催化剂与所述第一反应油气和所述第二反应油气分离。
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Effective date of registration: 20180122 Address after: 250063 Shandong Province, Lixia District of Ji'nan City Luoyuan Street No. 5 Shandong grain 19 storey building No. 1906 Patentee after: Shandong Yicheng Energy Technology Co., Ltd. Address before: 430082, No. 147, No. 8, petrochemical village, Qingshan Town, Qingshan District, Hubei, Wuhan Patentee before: Li Yongchao |
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