CN112469805B - 双提升管fcc反应器上轻质石脑油的催化裂化 - Google Patents

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Abstract

公开了由轻质石脑油生产轻质烯烃和芳烃的系统和方法。将轻质石脑油进料至第一催化剂提升管以裂化轻质石脑油流中的C5至C7烃。将裂化的石脑油流分馏以产生主要包含C4至C6烃的流或主要包含C5至C12烃的流。当将主要包含C4至C6烃的流进料至第二催化剂提升管时，来自第二催化剂提升管的产物流包含作为主要产物的轻质烯烃。当将主要包含C5至C12烃的流进料至第二催化剂提升管时，来自第二提升管的产物流包含作为主要产物的芳烃。

Description

双提升管FCC反应器上轻质石脑油的催化裂化
相关申请的交叉引用
本申请要求2018年7月27日提交的美国临时专利申请第62/711414号和2018年12月7日提交的美国临时专利申请第62/777038号的优先权权益，其全部内容通过引用整体并入本文。
技术领域
本发明总体上涉及生产轻质烯烃和芳烃的方法。更具体地，本发明涉及使用两个流化催化裂化单元生产轻质烯烃和芳烃的方法。
背景技术
轻质烯烃(C2和C3烯烃)是许多化学工艺的结构单元。轻质烯烃用于生产聚乙烯、聚丙烯、环氧乙烷、氯乙烯、环氧丙烷和丙烯酸，它们又被广泛用于许多行业，例如塑料加工、建筑、纺织和汽车行业。通常，轻质烯烃是通过石脑油的蒸汽裂化和链烷烃的脱氢而生产的。
例如BTX(苯、甲苯和二甲苯)之类的芳烃被用于化学工业的许多不同领域，尤其是塑料和聚合物领域。例如，苯是生产聚苯乙烯、酚醛树脂、聚碳酸酯和尼龙的前体。甲苯被用于生产聚氨酯，并用作汽油组分。二甲苯是用于生产聚酯纤维和邻苯二甲酸酐的原料。在石化工业中，苯、甲苯和二甲苯通常是通过石脑油的催化重整来生产的。
在过去的几十年中，随着对轻质烯烃和芳烃的需求增加，已经开发了其他方法来生产轻质烯烃和/或芳烃。轻质石脑油流的流化催化裂化能够同时生产轻质烯烃和BTX。在该方法中，轻质烯烃在较高的反应温度(高于600℃)下在流化床反应器中以相对较短的停留时间裂化，以克服反应的吸热性和轻质烯烃的低聚化。分离流出物以回收轻质烯烃和芳烃。然而，从轻质石脑油到轻质烯烃和芳烃的总选择性受到限制。仅将来自反应器流出物的不希望的产物以与新鲜进料相同的反应条件再循环回到相同的流化催化裂化单元。因此，该方法中的再循环步骤在吸热过程中消耗大量能量的同时略微改善了轻质烯烃和/或芳烃的生产率。
总体而言，尽管存在生产轻质烯烃和BTX的方法，但至少由于该方法的上述缺点，该领域仍然需要改进。
发明内容
已经发现与用于轻质烯烃和芳烃的生产方法有关的至少一些上述问题的解决方案。解决方案在于涉及使用两个串联的流化催化裂化单元处理轻质石脑油的方法和系统。可以将来自第一流化催化裂化单元的流出物进行分馏以形成主要包含C4至C6烃的流和/或主要包含C5至C12烃的流，其可以分别在优化为用于生产轻质烯烃和/或芳烃(例如BTX)的反应条件下被进料至第二流化催化裂化单元。这对于至少提高轻质烯烃和/或芳烃的总转化率和生产率可能是有益的。值得注意的是，可以优化第二流化催化裂化单元中的反应条件，以将C4至C6烃转化为轻质烯烃和/或将C5至C12烃转化为芳烃，从而提高烯烃和芳烃的生产率。因此，本发明的方法在与上述用于生产轻质烯烃和芳烃的当前可用方法有关的至少一些问题上提供了技术优势。
本发明的实施方案包括生产烯烃和芳烃的方法。该方法包括将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管。轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，终馏点(FBP)为65℃至350℃。该方法还包括在足以使轻质石脑油流的C5至C7烃裂化并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触。该方法还包括分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C4至C6烃的第一流。该方法还包括使第一流流到FCC单元的第二提升管。该方法还包括在足以裂化第一流的C4至C6烃以形成包含C2至C3烯烃的第二裂化流的反应条件下，使第一流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触。第一催化剂和第二催化剂是不同的，并且调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为20重量％至60重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为3重量％至20重量％。该方法还包括分别再生第一催化剂和第二催化剂。
本发明的实施方案包括生产烯烃和芳烃的方法。该方法包括将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管。轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，并且终馏点(FBP)为65℃至350℃。该方法还包括在足以使轻质石脑油流的C5至C7烃裂化并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触。该方法还包括将第一裂化流分馏以产生主要包含C4至C6烃的第一流，主要包含C2和C3烯烃的第二流，总体上主要包含苯、甲苯和二甲苯的第三流以及包含干气的第四流。该方法包括使第一流流到FCC单元的第二催化剂提升管。该方法还包括在足以裂化第一流的C4至C6烃以形成包含C2至C4烯烃的第二裂化流的反应条件下，使第一流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触。第一催化剂和第二催化剂是不同的。调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为20重量％至60重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为3重量％至20重量％。调整第二催化剂提升管中的反应条件，使得由C4至C6烃生产C2至C3烃的产率为0重量％至70重量％。该方法还包括分别再生第一催化剂和第二催化剂。
本发明的实施方案包括生产烯烃和芳烃的方法。该方法包括将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管。轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，并且终馏点(FBP)为65℃至350℃。该方法还包括在足以使轻质石脑油流的C5至C7烃裂化并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触。该方法还包括分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C5至C12烃的重质加工流。该方法还包括使重质加工流流到FCC单元的第二催化剂提升管。该方法还包括在足以裂化重质加工流的C5至C12烃以形成包含芳烃的第二裂化流的反应条件下，使重质加工流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触。第一催化剂和第二催化剂是不同的。调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为20重量％至60重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为3重量％至20重量％。调整第二催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C12非芳烃生产芳烃的产率为5重量％至50重量％。该方法还包括分别再生第一催化剂和第二催化剂。
以下包括了本说明书全文使用的各种术语和表述的定义。
术语“约”或“大约”定义为如本领域普通技术人员所理解的接近于。在一个非限制性实施方案中，该术语定义为在10％以内，优选5％以内，更优选1％以内，最优选0.5％以内。
术语“重量％”、“体积％”或“摩尔％”分别指基于包含该组分的物质的总重量、总体积或总摩尔的组分的重量百分数、体积百分数、或摩尔百分数。在非限制性的实施方案中，在100摩尔物质中有10摩尔组分是10摩尔％的组分。
术语“基本上”和其变体定义为包括在10％以内、5％以内、1％以内、或0.5％以内。
当在权利要求书和/或说明书中使用术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变体时，包括为了达到预期结果的任何可测量的减少或完全的抑制。
作为本说明书和/或权利要求所使用的术语，术语“有效”表示适于实现希望的、期望的或预期的结果。
如在说明书和/或权利要求书中使用的，术语“Cn+烃”，其中n是正整数，例如1、2、3、4或5，是指每个分子具有至少n个碳原子的任何烃。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“干气”是指主要包含甲烷和氢气的气体流，该气体流总体上包含少于5重量％的水。
当在权利要求和/或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”的任意一起使用时，要素前面不使用数量词可以表示“一个”，但是其也符合“一个或更多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的意思。
词语“包含”、“具有”、“包括”或“含有”是包括性的或开放式的，并且不排除附加的、未列举的要素或方法步骤。
本发明的方法可以“包含”在本说明全文所公开的特定成分、组分、组合物等，或“基本上由”或“由”在本说明全文所公开的特定的成分、组分、组合物等“构成”。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“产率”是指实际生产的产物量相对于基于化学计量法可以生产的理论量的产物的百分比。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“主要”是指大于50重量％、50摩尔％和50体积％的任一种。例如，“主要”可以包括50.1重量％至100重量％及其间的所有值和范围，50.1摩尔％至100摩尔％及其间的所有值和范围以及50.1体积％至100体积％及其间的所有值和范围。
在说明书和/或权利要求书中使用的术语“提升管”是指其中流体和固体基本上同时向上移动的反应器或反应区。在说明书和/或权利要求书中使用的术语“下流式反应器”和“下降管”是指其中流体和固体基本上同时向下移动的反应器或反应区。
根据以下附图、详细描述和实施例，本发明的其他目的、特征和优点将变得显而易见。然而，应理解，在表明本发明的具体实施方案时，附图、具体实施方式和实施例仅以举例说明给出并不表示限制。另外，可以预期的是，对于所属领域技术人员来说，从这篇说明书详细描述中得到属于本发明精神和范围内的变化和调整是显而易见的。在其他实施方案中，来自具体实施方案的特征可以与来自其他实施方案的特征组合。例如，可以将来自一个实施方案的特征与来自任何其他实施方案的特征相结合。在其他实施方案中，其他特征可以加入到本文描述的具体实施方案中。
附图说明
为了更完整地理解，现在参考以下结合附图的描述，其中：
图1A示出了根据本发明的实施方案为高轻质烯烃生产率而优化的生产轻质烯烃和芳烃的系统的示意图；
图1B示出了根据本发明的实施方案为高芳烃生产率而优化的生产轻质烯烃和芳烃的系统的示意图；和
图2示出了根据本发明实施方案生产轻质烯烃和芳烃的方法的示意性流程图。
具体实施方式
当前，轻质石脑油可以在高反应温度下且以短停留时间在流化催化裂化单元的单个催化剂提升管中被加工以产生轻质烯烃和/或芳烃。然而，该方法的总选择性和生产率受到限制，因为反应条件和/或流化催化裂化单元的单个催化剂提升管中的催化剂不能被优化为将轻质石脑油中的所有组分转化为轻质烯烃和/或芳烃。此外，从单个流化催化裂化单元回收所有不希望的馏分会消耗大量能量，同时产生有限的附加量的轻质烯烃和/或芳烃。本发明为上述问题重的至少一个提供了解决方案。该解决方案基于一种方法，该方法包括使用第二流化催化裂化单元进一步裂化来自第一催化剂提升管流出物中的C4至C6烃和/或C5至C12烃，以高收率形成额外的轻质烯烃和/或芳烃，从而提高了整体生产率和能源效率。在以下部分更详细地讨论了本发明的这些和其他非限制的方面。
A.用于加工原油并且生产烯烃和芳烃的系统
在本发明的实施方案中，用于生产轻质烯烃和芳烃的系统可以包括这样的系统，所述系统包括流化催化裂化单元的两个催化剂提升管和两个催化剂提升管共享的分馏单元。参考图1A，显示了系统100的示意图，与常规的流化催化裂化方法相比，该系统能够处理轻质石脑油流以产生轻质烯烃C2和C3烯烃和芳烃，并具有改善的总选择性和生产效率。系统100可以是针对轻质烯烃生产进行优化的。根据本发明的实施方案，系统100包括流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管101，其配置为接收并催化裂化轻质石脑油流11以产生第一裂化流12。在本发明的实施方案中，第一裂化流12可以包含轻质烯烃、芳烃、干气以及C4至C12烃。第一裂化流12还可以包含汽油。
在本发明的实施方案中，第一催化剂提升管101可以包括第一流化床反应器。第一流化床反应器可以包含配置为催化轻质石脑油流11的裂化反应以生产裂化流12的第一催化剂。第一催化剂可以包括单相催化剂和/或多相催化剂。根据本发明的实施方案，第一催化剂包括酸性多孔沸石的至少一种组分。第一催化剂可以是中孔或大孔催化剂。第一催化剂的非限制性实例可以包括倒置的丝光沸石骨架(Mordenite Framework Inverted，MFI)、八面沸石(FAU)、丝光沸石(MOR)、β结构型沸石、ω结构型沸石及其组合。在本发明的实施方案中，第一催化剂可以包括大于20的Si/Al比。第一催化剂可以是中孔或大孔催化剂。第一催化剂的表面积为50m2/g至500m2/g及其之间的所有范围和值，包括50m2/g至75m2/g、75m2/g至100m2/g、100m2/g至125m2/g、125m2/g至150m2/g、150m2/g至175m2/g、175m2/g至200m2/g、200m2/g至225m2/g、225m2/g至250m2/g、250m2/g至275m2/g、275m2/g至300m2/g、300m2/g至325m2/g、325m2/g至350m2/g、350m2/g至375m2/g、375m2/g至400m2/g、400m2/g至425m2/g、425m2/g至450m2/g、450m2/g至475m2/g和475m2/g至500m2/g。
第一催化剂提升管101的出口可以与分馏塔102流体连通，使得第一裂化流12从第一催化剂提升管101流到分馏塔102。在本发明的实施方案中，分馏塔102可以包括蒸馏塔、酸洗单元、碱洗单元、溶剂萃取单元或其组合。根据本发明的实施方案，分馏塔102可以配置为分离第一裂化流12以形成主要包含C4至C6烃的第一流15a、轻质烯烃流14(第二流)、主要包含BTX的芳烃流16和主要包含甲烷和氢气的干气流13(第四流)，在一些实施方案中，主要包含C12+烃的重质流17(塔底流)。在本发明的实施方案中，干气流13可以包含小于5重量％的水。
在本发明的实施方案中，分馏塔102的第一出口可以与流化催化裂化单元的第二催化剂提升管103流体连通，使得第一流15a从分馏塔102流向第二催化剂提升管103。根据本发明的实施方案，第二催化剂提升管103可以配置为接收并催化裂化第一流15a，以产生包含轻质烯烃(C2和C3烯烃)和/或芳烃的第二裂化流18a。在本发明的实施方案中，第二裂化流18a可以包含5重量％至50重量％以及其间的所有范围和值的轻质烯烃，包括5重量％至10重量％、10重量％至15重量％、15重量％至20重量％、20重量％至25重量％、25重量％至30重量％、30重量％至35重量％、35重量％至40重量％、40重量％至45重量％和45重量％至50重量％。
在本发明的实施方案中，第二催化剂提升管103包括含有第二催化剂的流化床反应器。第二催化剂可以不同于第一催化剂。第一催化剂和第二催化剂之间的差异可以包括但不限于Si与Al的比、拓扑结构(即，中等孔径或大孔径)、表面积、促进剂、催化剂的后处理及其组合。
根据本发明的实施方案，第二催化剂提升管103的出口可以与分馏塔102的入口流体连通，使得第二裂化流18a从第二提升管流向分馏塔102。分馏塔102还可以配置为分离第二裂化流18a以产生额外的轻质烯烃(C2和C3烯烃)和/或额外的芳烃(主要是BTX)。在本发明的实施方案中，分馏塔102的出口可以与第一催化剂提升管101和/或第二催化剂提升管103流体连通，使得重质流17(塔底流)从分馏塔102流向第一催化剂提升管101和/或第二催化剂提升管103。
任选地或另外地，如图1B所示，分馏塔可以配置为分离第一裂化流12以形成主要包含C5至C12烃的重质加工流15b、轻质烯烃流14(第二流)、主要包含BTX的芳烃流16和主要包含甲烷和氢气的干气流13(第四流)，以及任选的，主要包含C12+烃的重质流17。如图1B所示，分馏塔102可以配置为还生产主要包括C4至C6烃的轻质再循环流19。分馏塔102的出口可以与第一催化剂提升管101的入口流体连通，使得轻质循环流19从分馏塔102流到第一催化剂提升管101。根据本发明的实施方案，如图1B中所示的系统100′可以被优化用于芳烃的生产。在图1B的系统100′中，第二催化剂提升管103可适于催化裂化重质加工流15b以生产主要包含芳烃和/或轻质烯烃的第二裂化重质流18b(裂化加工流)。在本发明的实施方案中，第二裂化重质流18b可以包含5重量％至60重量％以及其间的所有范围和值的芳烃，包括5重量％至10重量％、10重量％至15重量％、15重量％至20重量％、20重量％至25重量％、25重量％至30重量％、30重量％至35重量％、35重量％至40重量％、40重量％至45重量％、45重量％至50重量％、50重量％至55重量％和55重量％至60重量％。在本发明的实施方案中，第一催化剂提升管101和/或第二催化剂提升管103可以分别由第一下降式反应器和/或第二下降式反应器代替。总体上，如图1B所示的系统100′的配置与图1A所示的系统100相同，除了以下之外：从分馏塔102流向第二提升管103的流(第一流15a和重质流15b)的组成，从第二提升管103流向分馏塔102的流(第二裂化流18a和第二裂化重质流18b)的组成，以及仅在系统100′中的轻质再循环流19。
B.加工原油并且生产烯烃和芳烃的方法
已经发现生产轻质烯烃和芳烃的方法通过流化催化裂化提高轻质烯烃和/或芳烃的产率和生产率。如图2所示，本发明的实施方案包括用于生产轻质烯烃和芳烃的方法200。方法200可以由分别如图1A和图1B所示的系统100和/或系统100′实现。根据本发明的实施方案，如框201所示，方法200可以包括将轻质石脑油流11进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管101。在本发明的实施方案中，轻质石脑油流的初馏点(IBP)为15℃至40℃及其间的所有范围和值，包括15℃至20℃、20℃至25℃、25℃至30℃、30℃至35℃和35℃至40℃。轻质石脑油流11的终馏点(FBP)可以为65℃至350℃及其间的所有范围和值，包括65℃至80℃、80℃至95℃、95℃至110℃、110℃至125℃、125℃至140℃、140℃至155℃、155℃至170℃、170℃至185℃、185℃至200℃、200℃至215℃、215℃至230℃、230℃至245℃、245℃至260℃、260℃至275℃、275℃至290℃、290℃至305℃、305℃至320℃、320℃至335℃和335℃至350℃。
根据本发明的实施方案，轻质石脑油流11包含C5至C7烃。在本发明的实施方案中，方法200还包括在足以裂化轻质石脑油流11的C5至C7烃并形成第一裂化流12的反应条件下，使轻质石脑油流11与第一催化剂提升管101中的第一催化剂接触，如框202所示。根据本发明的实施方案，调整框202处第一催化剂提升管101中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为5重量％至50重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为5重量％至30重量％。在本发明的实施方案中，第一催化剂提升管101中的反应条件可以包括600℃至720℃及其间的所有范围和值的反应温度，包括600℃至610℃、610℃至620℃、620℃至630℃、630℃至640℃、640℃至650℃、650℃至660℃、660℃至670℃、670℃至680℃、680℃至690℃、690℃至700℃、700℃至710℃和710℃至720℃。第一催化剂提升管101中的反应条件还可以包括14psi至73psi及其间的所有范围和值的反应压力，包括14psi至16psi、16psi至19psi、19psi至22psi、22psi至25psi、25psi至28psi、28psi至31psi、31psi至34psi、34psi至37psi、37psi至40psi、40psi至43psi、43psi至46psi、46psi至49psi、49psi至52psi、52psi至55psi、55psi至58psi、58psi至61psi、61psi至64psi、64psi至67psi、67psi至70psi和70psi至73psi。第一催化剂提升管101中的重时空速可以为0.5hr-1至30hr-1。在第一催化剂提升管101中的停留时间可以为1s至10s及其间的所有范围和值，包括2s、3s、4s、5s、6s、7s、8s和9s。在本发明的实施方案中，第一催化剂提升管101的流化床中的催化剂与油的比(C/O比)可以为10至80及其间的所有范围和值，包括10至15、15至20、20至25、25至30、30至35、35至40、40至45、45至50、50至55、55至60、60至65、65至70、70至75和75至80。
根据本发明的实施方案，轻质石脑油流11还可以包括蒸汽，其中蒸汽与烃的比为0至0.5及其间的所有范围和值，包括0至0.05、0.05至0.10、0.10至0.15、0.15至0.20、0.20至0.25、0.25至0.30、0.30至0.35、0.35至0.40、0.40至0.45、和0.45至0.50。轻质石脑油流11还可以包括主要包含甲烷和氢气的干气。干气可用作第一催化剂提升管101和/或第二催化剂提升管103中的流化介质。在本发明的实施方案中，轻质石脑油流11中的干气与烃的比可以为0至0.5及其间的所有范围和值，包括0至0.05、0.05至0.10、0.10至0.15、0.15至0.20、0.20至0.25、0.25至0.30、0.30至0.35、0.35至0.40、0.40至0.45、和0.45至0.50。
在本发明的实施方案中，第一裂化流12可以包含5重量％至50重量％的轻质烯烃和5重量％至35重量％的芳烃(BTX)。在本发明的实施方案中，如框203a所示，方法200还包括在分馏塔102中分馏第一裂化流12以产生多个流，所述多个流包括主要包含C4至C6烃的第一流15a。在本发明的实施方案中，第一流15a包含50重量％至100重量％的C4至C6烃。任选地或另外地，如框203b中所示，可以分馏第一裂化流12以产生多个流，所述多个流包括重质加工流15b而不是第一流15a。重质加工流15b主要包含C5至C12烃。重质加工流15b可以包含50重量％至100重量％的C5至C12烃及其之间的所有范围和值。
根据本发明的实施方案，在框203a和框203b中，多个流还包括主要包含C2至C4烯烃的轻质烯烃流14(第二流)，主要包含BTX的芳烃流16(第三流)和主要包含甲烷和氢气的干气流13(第四流)，以及任选的主要包含C12+烃的重质流17。任选地或另外地，在框203b中，分馏第一裂化流12还产生主要包含C4至C6烃的轻质再循环流19。轻质再循环流19可以从分馏塔102流回第一催化剂提升管101。
根据本发明的实施方案，如框204a所示，方法200还包括使第一流15a流到FCC单元的第二催化剂提升管103。如框205a所示，方法200还可以包括在足以裂化第一流15a的C4至C6烃以形成包含C2至C4烯烃的第二裂化流18a的反应条件下，使第一流15a与第二催化剂提升管103中的第二催化剂接触。在本发明的实施方案中，第二裂化流18a可以包含5重量％至50重量％的轻质烯烃，以及其间的所有范围和值，包括5重量％至10重量％、10重量％至15重量％、15重量％至20重量％、20重量％至25重量％、25重量％至30重量％、30重量％至35重量％、35重量％至40重量％、40重量％至45重量％和45重量％至50重量％。根据本发明的实施方案，第二裂化流还可以包含芳烃。
根据本发明的实施方案，调整框205a处第二催化剂提升管103中的反应条件，使得由第一流15a的C4至C6烃生产轻质烯烃的产率为0％至70％，并且由第一流15a的C4至C6烃生产芳烃的产率为5％至30％。在本发明的实施方案中，框205a处的反应条件可以包括500℃至700℃及其间的所有范围和值的反应温度，包括500℃至510℃、500℃至510℃、510℃至520℃、520℃至530℃、530℃至540℃、540℃至550℃、550℃至560℃、560℃至570℃、570℃至580℃、580℃至590℃、590℃至600℃、600℃至610℃、610℃至620℃、620℃至630℃、630℃至640℃、640℃至650℃、650℃至660℃、660℃至670℃、670℃至680℃、680℃至690℃和690℃至700℃。框204中的反应条件还可以包括14psi至73psi及其间的所有范围和值的反应压力，包括14psi至16psi、16psi至19psi、19psi至22psi、22psi至25psi、25psi至28psi、28psi至31psi、31psi至34psi、34psi至37psi、37psi至40psi、40psi至43psi、43psi至46psi、46psi至49psi、49psi至52psi、52psi至55psi、55psi至58psi、58psi至61psi、61psi至64psi、64psi至67psi、67psi至70psi和70psi至73psi。框205a中的重时空速可以为5小时-1至30小时-1及其间的所有范围和值，包括5小时-1至9小时-1、9小时-1至12小时-1、12小时-1至15小时-1、15小时-1至18小时-1、18小时-1至21小时-1、21小时-1至24小时-1、24小时-1至27小时-1和27小时-1至30小时-1。在框204a中，第二催化剂提升管103的停留时间可以为1s至10s及其间的所有范围和值，包括2s、3s、4s、5s、6s、7s、8s、和9s。在框205a处第二提升管中的流化床的催化剂与油的比可以为10至80及其间的所有范围和值，包括10至15、15至20、20至25、25至30、30至35、35至40、40至45、45至50、50至55、55至60、60至65、65至70、70至75和75至80。在本发明的实施方案中，第二催化剂不同于第一催化剂。根据本发明的实施方案，第二裂化流18a在分馏塔102中分馏以分离额外的轻质烯烃和/或芳烃。
任选地或另外地，如框204b中所示，可以将重质加工流15b而不是第一流15a流到FCC单元的第二催化剂提升管103。如框205b中所示，方法200还可以包括在足以裂化重质加工流的C5至C12烃以形成包含芳烃的第二裂化重质流18b的反应条件下，使重质加工流15b与第二催化剂提升管103中的第二催化剂接触。在本发明的实施方案中，第二裂化重质流18b可以包含5重量％至60重量％的芳烃。在本发明的实施方案中，第二裂化重质流18b还可以包含轻质烯烃。在本发明的实施方案中，调整框205b处第二催化剂提升管103中的反应条件，使得由C5至C12非芳烃生产芳烃的产率为5重量％至60重量％，由C5至C12非芳烃生产轻质烯烃的产率为5重量％至30重量％。在本发明的实施方案中，在框205b处的第二提升管中的反应条件可以包括500℃至700℃及其间的所有范围和值的反应温度。框204中的反应条件还可以包括14psi至73psi及其间的所有范围和值的反应压力。框205b中的重时空速可以为0.5小时-1至30小时-1及其间的所有范围和值。在框205b处，第二催化剂提升管103中的流化床的催化剂与油的比(C/O比)可以为10至80及其间的所有范围和值。在框205b中第二催化剂提升管103的停留时间可以为1s至10s及其间的所有范围和值。在本发明的实施方案中，第二催化剂提升管103中的第二催化剂不同于第一催化剂提升管101中的第一催化剂。根据本发明的实施方案，第二裂化重质流18b在分馏塔102中分馏以分离另外的芳烃和/或轻质烯烃。
在本发明的实施方案中，方法200还可包括分别再生第一催化剂和第二催化剂，如框206中所示。任选地或另外地，第一催化剂和第二催化剂可以在同一再生器中再生。根据本发明的实施方案，再生条件可以包括650℃至900℃及其间的所有范围和值的再生温度，包括650℃至660℃、660℃至680℃、680℃至700℃、700℃至720℃、720℃至740℃、740℃至760℃、760℃至780℃、780℃至800℃、800℃至820℃、820℃至840℃、840℃至860℃、860℃至880℃和880℃至900℃。在框206处的再生可以包括添加额外的烃流(轻质或/和重质)以维持热平衡。根据本发明的实施方案，方法200可以包括使焦炭前体在第一催化剂提升管101和/或第二催化剂提升管103中流动以在第一催化剂和/或第二催化剂上形成焦炭。在本发明的实施方案中，在框206的再生中可以燃烧形成的焦炭，以向第一催化剂和/或第二催化剂提供热量。
尽管已经参考图2的框描述了本发明的实施方案，但是本发明不限于此，应当理解，本发明的操作不限于图2所示的特定框和/或框的特定顺序。因此，本发明的实施方案可以使用不同于图2的顺序的各种框来提供如本文所述的功能。
作为本发明公开内容的一部分，下面包括具体实施例。实施例仅用于说明目的，并不意图限制本发明。本领域普通技术人员易于认识到可以改变或修改参数以产生基本相同的结果。
实施例
实施例1
(通过FCC使用串联的两个提升管生产轻质烯烃和芳烃)
在试验性的流化催化裂化单元中进行轻质直馏石脑油(LSRN)，该单元包括两个串联的提升管。两个提升管中的催化剂包括基于ZSM-5的催化剂。第一提升管中的反应条件包括反应温度为675℃，反应压力为38psia，进料流量为3.96g/min，蒸汽流量为0.1g/min以及催化剂与油之比(C/O比)为60。第二提升管中的反应条件包括与第一提升管基本相同的反应温度、反应压力、进料流量和蒸汽流量。第二提升管中的催化剂与油之比为61.86。
将主要包含C5和C6烃的轻质直馏石脑油进料到第一提升管中。将来自第一提升管的包括C5至C12烃的所有液体产品与轻质直馏石脑油按1:1的重量比混合。将混合物进料至第二提升管。分析了来自每个提升管的流出物流的组成。
表1来自第一和第二提升管的流出物流的组成
Figure BDA0002916194840000141
结果如表1所示。结果表明，来自第一提升管的流出物流包含约32.46重量％的轻质烯烃和14.62重量％的芳烃。来自第二提升管的流出物流包含18.03重量％的轻质烯烃和43.41重量％的芳烃。因此，使用两个串联的提升管来催化裂化轻质直馏石脑油能够显著提高轻质烯烃和芳烃的生产率。
在本发明的上下文中，描述了实施方案1至实施方案14。实施方案1是生产烯烃和芳烃的方法。该方法包括将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管，轻质石脑油流的初馏点(IBP)为15℃至40℃，并且终馏点(FBP)为65℃至350℃，然后在足以裂化轻质石脑油流的C5至C7烃并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触。该方法还包括分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C4至C6烃的第一流，并使第一流流到FCC单元的第二催化剂提升管。该方法还包括在足以裂化第一流的C4至C6烃以形成包含C2至C3烯烃的第二裂化流的反应条件下，使第一流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触，其中第一催化剂和第二催化剂不同，并且其中调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为20重量％至60重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为3重量％至20重量％。此外，该方法还包括分别再生第一催化剂和第二催化剂。实施方案2是实施方案1所述的方法，其中第一裂化流的分馏还产生主要包含C2至C3烯烃的第二流；主要包含苯、甲苯和二甲苯的第三流；以及包含干气的第四流。实施方案3是实施方案2所述的方法，其中分馏还产生包含C12+烃的塔底流。实施方案4是实施方案3所述的方法，其中将塔底流再循环回到第一催化剂提升管。实施方案5是实施方案2至4中任一项所述的方法，其中将干气用作第一催化剂提升管和/或第二催化剂提升管中的流化介质。实施方案6是实施方案1至5中任一项所述的方法，其中调整第二催化剂提升管中的反应条件，使得由C4至C6烃生产轻质烯烃的产率为0重量％至90重量％。实施方案7是实施方案1至6中任一项所述的方法，其中第一催化剂和/或第二催化剂包括酸性多孔沸石，所述酸性多孔沸石包括倒置的丝光沸石骨架(MFI)、八面沸石(FAU)、丝光沸石(MOR)、β结构型沸石、ω结构型沸石。实施方案8是实施方案1至7中任一项所述的方法，其中第一催化剂和第二催化剂的参数不同，所述参数包括硅铝比、孔径、表面积、促进剂或其组合。实施方案9是实施方案1至8中任一项所述的方法，其中第一催化剂提升管中的反应条件包括反应温度为600℃至720℃，蒸汽与烃的比为0至0.5，以及干气与烃的比为0至0.5。实施方案10是实施方案1至9中任一项所述的方法，其中第二催化剂提升管中的反应条件包括反应温度为600℃至720℃，蒸汽与烃的比为0至0.5，以及干气与烃的比为0至0.5。
实施方案11是生产烯烃和芳烃的方法。该方法包括将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管，轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，并且终馏点(FBP)为65℃至350℃，然后在足以裂化轻质石脑油流的C5至C7烃并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触。该方法还包括分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C5至C12烃的烃加工流，并使烃加工流流到FCC单元的第二催化剂提升管。此外，该方法包括在足以使烃加工流中的C5至C12烃裂化以形成包含芳烃的第二裂化加工流的反应条件下，使烃加工流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触，其中第一催化剂和第二催化剂是不同的，并且其中调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为5重量％至35重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为5重量％至50重量％，并且其中调整第二催化剂中的反应条件，使得由C5至C12非芳烃生产芳烃的产率为5重量％至60重量％，和分别再生第一催化剂和第二催化剂。实施方案12是实施方案11所述的方法，其中所述分馏还产生主要包含C4至C6烃的轻质再循环流，主要包含C2和C3烯烃的轻质烯烃流，主要包含甲烷和氢气的干气流，主要包含苯、甲苯和二甲苯的芳烃流。实施方案13是实施方案12所述的方法，其中将轻质再循环流再循环回到第一催化剂提升管。实施方案14是实施方案11至13中任一项所述的方法，其中第一催化剂和/或第二催化剂包含酸性多孔沸石，所述酸性多孔沸石包括倒置的丝光沸石骨架(MFI)、八面沸石(FAU)、丝光沸石(MOR)、β结构型沸石、ω结构型沸石。实施方案15是实施方案11至14中任一项的方法，其中第一催化剂和第二催化剂在参数上不同，所述参数包括硅铝比、孔径、表面积、促进剂组成或其组合。
尽管已经详细描述了本申请的实施例及其优点，但是应当理解，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在本文中进行各种改变、替换和更改。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法和步骤的特定实施方案。本领域普通技术人员将从以上公开内容容易理解，目前存在或稍后开发的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤与本文描述的相应实施方案执行基本相同的功能或基本上实现相同的结果。因此，所附权利要求旨在在其范围内包括这些过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤。

Claims (11)

1.一种生产烯烃和芳烃的方法，所述方法包括：
将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管，所述轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，终馏点为65℃至350℃；
在足以使轻质石脑油流的C5至C7烃裂化并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触；
分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C4至C6烃的第一流；
使第一流流到FCC单元的第二催化剂提升管；
在足以裂化第一流的C4至C6烃以形成包含C2至C3烯烃的第二裂化流的反应条件下，使第一流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触，其中第一催化剂和第二催化剂不同，并且其中调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为20重量％至60重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为3重量％至20重量％；和
分别再生第一催化剂和第二催化剂，
其中第一催化剂和第二催化剂的参数不同，所述参数包括硅铝比、孔径、表面积、促进剂或其组合；
其中第一催化剂和/或第二催化剂包括酸性多孔沸石；
其中第一催化剂提升管中的反应条件包括反应温度为600℃至720℃，蒸汽与烃的比为0至0.5，干气与烃的比为0至0.5，反应压力为14psi至73psi，重时空速为0.5hr-1至30hr-1，停留时间为1s至10s，以及催化剂与油的比为10至80；
其中第二催化剂提升管中的反应条件包括反应温度为500℃至700℃，蒸汽与烃的比为0至0.5，干气与烃的比为0至0.5，反应压力为14psi至73psi，重时空速为5hr-1至30hr-1，停留时间为1s至10s，以及催化剂与油的比为10至80；并且
其中第一裂化流包含5重量％至50重量％的轻质烯烃和5重量％至35重量％的BTX。
2.根据权利要求1所述的方法，其中第一裂化流的分馏还产生主要包含C2至C3烯烃的第二流；主要包含苯、甲苯和二甲苯的第三流；以及包含干气的第四流。
3.根据权利要求2所述的方法，其中分馏还产生包含C12+烃的塔底流。
4.根据权利要求3所述的方法，其中将塔底流再循环回到所述第一催化剂提升管。
5.根据权利要求2至4中任一项所述的方法，其中将干气用作第一催化剂提升管和/或第二催化剂提升管中的流化介质。
6.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中所述酸性多孔沸石包括倒置的丝光沸石骨架、八面沸石、丝光沸石、β结构型沸石、或ω结构型沸石。
7.一种生产烯烃和芳烃的方法，所述方法包括：
将轻质石脑油流进料至流化催化裂化(FCC)单元的第一催化剂提升管，所述轻质石脑油流的初馏点为15℃至40℃，终馏点为65℃至350℃；
在足以使轻质石脑油流的C5至C7烃裂化并形成第一裂化流的反应条件下，使轻质石脑油流与第一催化剂提升管中的第一催化剂接触；
分馏第一裂化流以产生多个流，所述多个流包括主要包含C5至C12烃的烃加工流；
使烃加工流流到FCC单元的第二催化剂提升管；
在足以使烃加工流中的C5至C12烃裂化以形成包含芳烃的第二裂化加工流的反应条件下，使烃加工流与第二催化剂提升管中的第二催化剂接触，其中第一催化剂和第二催化剂不同，并且其中调整第一催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C7烃生产轻质烯烃的产率为5重量％至35重量％，并且由C5至C7烃生产芳烃的产率为5重量％至50重量％，并且其中调整第二催化剂提升管中的反应条件，使得由C5至C12非芳烃生产芳烃的产率为5重量％至60重量％；和
分别再生第一催化剂和第二催化剂，
其中第一催化剂和第二催化剂的参数不同，所述参数包括硅铝比、孔径、表面积、促进剂组合物或其组合；
其中第一催化剂和/或第二催化剂包括酸性多孔沸石；并且
其中第二催化剂提升管中的反应条件包括反应温度为500℃至700℃，反应压力为14psi至73psi，重时空速为0.5hr-1至30hr-1，停留时间为1s至10s，以及催化剂与油的比为10至80。
8.根据权利要求7所述的方法，其中分馏还产生主要包含C4至C6烃的轻质再循环流、主要包含C2和C3烯烃的轻质烯烃流、主要包含甲烷和氢的干气流、或主要包含苯、甲苯和二甲苯的芳烃流。
9.根据权利要求8所述的方法，其中将轻质再循环流再循环回到第一催化剂提升管。
10.根据权利要求7至9中任一项所述的方法，其中所述酸性多孔沸石包括倒置的丝光沸石骨架、八面沸石、丝光沸石、β结构型沸石、或ω结构型沸石。
11.根据权利要求7至9中任一项所述的方法，其中第一催化剂和第二催化剂为基于ZSM-5的催化剂。
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* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US11629298B2 (en) * 2020-05-14 2023-04-18 Saudi Arabian Oil Company Dual fluid catalytic cracking reactor systems and methods for processing hydrocarbon feeds to produce olefins

Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2006067104A1 (en) * 2004-12-20 2006-06-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Gasoline cracking
CN102795958A (zh) * 2011-05-27 2012-11-28 中国石油化工股份有限公司 一种以石脑油为原料生产芳烃和乙烯的方法
CN103374395A (zh) * 2012-04-26 2013-10-30 中国石油化工股份有限公司 一种以石脑油为原料生产芳烃和乙烯的方法
CN104145005A (zh) * 2011-12-14 2014-11-12 环球油品公司 用于提高轻质烯烃产率的双提升管催化裂化器

Family Cites Families (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20020016251A1 (en) * 1999-05-20 2002-02-07 Rodriguez Javier Agundez Catalytic silicoaluminophosphates having an AEL structure, and their use in catalytic cracking
US7449169B2 (en) * 2002-05-23 2008-11-11 Consejo Superior De Investigaciones Cientificas Microporous crystalline zeolite material (zeolite ITQ-22), synthesis method thereof and use of same as a catalyst
ES2913654T3 (es) * 2004-03-08 2022-06-03 China Petroleum & Chem Corp Procedimiento de FCC con dos zonas de reacción

Patent Citations (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2006067104A1 (en) * 2004-12-20 2006-06-29 Shell Internationale Research Maatschappij B.V. Gasoline cracking
CN102795958A (zh) * 2011-05-27 2012-11-28 中国石油化工股份有限公司 一种以石脑油为原料生产芳烃和乙烯的方法
CN104145005A (zh) * 2011-12-14 2014-11-12 环球油品公司 用于提高轻质烯烃产率的双提升管催化裂化器
CN103374395A (zh) * 2012-04-26 2013-10-30 中国石油化工股份有限公司 一种以石脑油为原料生产芳烃和乙烯的方法

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