CN114080272A - 流化催化裂化方法和装置 - Google Patents
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Abstract
本文提供了将烃进料转化为轻烯烃和其他烃类的装置和方法。该方法和装置包括与混流(例如，包括逆流和并流催化剂流两者)流化床反应器组合的常规提升管反应器，该常规提升管反应器被设计用于使轻烯烃产量最大化。来自提升管反应器和混流反应器的流出物在催化剂脱离容器中加工，并且每个反应器中使用的催化剂可以在公共催化剂再生容器中再生。此外，双反应器方案与催化剂冷却器的集成为炼油厂提供了在双反应器流动方案、仅催化剂冷却器流动方案或同时使用两者之间切换操作的灵活性。
Description
技术领域
本文的实施方案一般涉及用于使用混合催化剂体系提高烃加工的生产率和/或灵活性的系统和方法。本文公开的一些实施方案涉及流化催化裂化系统，该系统允许在烃原料进行转化的设备操作中的灵活性，诸如用于将真空瓦斯油和/或重油渣油转化为非常高收率的诸如丙烯和乙烯的轻烯烃、芳烃和高辛烷值汽油。
背景技术
近年来，通过流化催化裂化(FCC)工艺生产轻烯烃已被认为是最具吸引力的主张之一。此外，对于诸如丙烯、乙烯和芳烃(苯、甲苯、二甲苯等)的石油化学产品结构单元的需求不断增加。此外，由于经济和环境二者的原因，炼油厂与石油化学产品联合装置的集成已成为优选的选择。
全球趋势还显示出，与汽油产品相比，对中间馏出油(柴油)的需求有所增加。为了最大化来自FCC工艺的中间馏出油，需要在较低的反应器温度和不同的催化剂配方下操作FCC。由于FCC单元在低得多的反应器温度下操作，这种变化的缺点是轻烯烃收率的降低。这还将减少用于烷基化单元的原料。
在过去的二十年中已经开发了几种流化床催化方法，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个段以提高用于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于将重质进料分子裂化为石脑油沸程产物。增大的半径部分，提升管反应器的第二部分，用于将石脑油沸程产物进一步裂化为诸如丙烯、乙烯等的轻烯烃。虽然反应器系统的概念相当简单，但对轻烯烃的选择性程度是有限的，由于以下原因：(1)石脑油沸程进料流与部分焦化或失活的催化剂接触；(2)由于两个段中反应的吸热性质，反应段第二部分中的温度远低于第一区域；以及(3)与重质烃类相比，缺乏轻质进料裂化所需的高活化能。
与流化催化裂化单元有关的其他专利和出版物可包括US6106697、US7128827和US7323099、US7658837、US2007/0205139、WO2010/067379、US6869521、US7611622、US5944982、US20060231461、US6149875和US7381322等。
各种专利还讨论了FCC单元的局限性，要注意的是，FCC单元的容量可能受到在接近冶金设计极限的温度下操作的再生器的限制。热的再生催化剂可以在“催化剂冷却器”中通过产生蒸汽(例如)，或通过进行吸热反应(诸如烷烃脱氢)冷却。例如，讨论催化剂冷却器操作的各种专利可包括EP0325437、EP0197486、US4923834和US4374750等。
发明内容
已经发现可以使用双反应器方案来裂化烃类，包括裂化C4、较轻C5馏分、石脑油馏分、甲醇等以生产轻烯烃，其中双反应器方案对选择性和可操作性没有限制，满足热平衡要求，并且还保持低部件计数。还已经发现，通过将本文实施方案的双反应器方案与催化剂冷却器集成，可以获得设备操作中的灵活性。
本文公开的选择实施方案使用常规提升管反应器与混流(例如，包括逆流和并流催化剂流两者)流化床反应器组合，该混流流化床反应器被设计用于使轻烯烃产量最大化。来自提升管反应器和混流反应器的流出物在公共催化剂脱离容器中加工，并且在各个提升管反应器和混流反应器中使用的催化剂可以在公共催化剂再生容器中再生。该流动方案对于保持高裂化活性是有效的，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收率和选择性，还简化了产物急冷和单元装备，如下文将更详细描述的。此外，双反应器方案与催化剂冷却器的集成为炼油厂提供了在双反应器流动方案、仅催化剂冷却器流动方案或同时使用两者之间切换操作的灵活性。
在一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于加工烃类的系统。该系统可包括提升管反应器，该提升管反应器被配置为使第一颗粒和第二颗粒的混合物与烃原料接触以转化烃原料的至少一部分并回收包括混合烃类以及第一和第二颗粒的混合物的提升管反应器流出物。第一颗粒可以具有比第二颗粒更小的平均粒度和/或更低的密度。此外，第一颗粒和第二颗粒可独立地为催化的或非催化的颗粒。该系统还可以包括反应器，该反应器被配置为使包括第一颗粒和第二颗粒的混合物与第二烃原料接触以转化第二烃原料的至少一部分。反应器可以与以下管线流体连接：用于从反应器中回收包括第一颗粒、第二颗粒的第一部分和烃类的反应器流出物的塔顶产物管线；用于从反应器中回收包括第二颗粒的第二部分的第二物流的塔底产物管线。颗粒分离器可被配置为从反应器流出物中分离第二颗粒，并产生包括烃类和第一颗粒的烃流出物和包括分离出的第二颗粒的第二物流。可以提供用于将来自颗粒分离器的分离出的第二颗粒返回至反应器的进料管线。分离系统可被配置为接收烃流出物和提升管反应器流出物，并进行以下分离：(i)将烃流出物中的第一颗粒与烃类分离的，以及(ii)将提升管反应器流出物中的第一和第二颗粒的混合物与混合烃类分离，产生(a)组合的烃流出物流和(b)第一和第二颗粒的混合物。该系统还可包括用于再生在分离系统中回收的第一和第二颗粒的混合物的再生器。此外，该系统可包括颗粒冷却器，该颗粒冷却器被配置为使热交换介质交替地、间歇地或同时地与(i)来自催化剂再生器的包括第一和第二颗粒的混合物的热再生颗粒和(ii)通过塔底产物管线回收的第二催化剂颗粒之间进行热交换。此外，可以提供用于从颗粒冷却器回收经冷却的颗粒并将经冷却的颗粒进给至再生器的流动管线。
在另一方面，本文公开的实施方案涉及一种用于转化烃类的方法。该方法可以包括将烃原料以及第一颗粒和第二颗粒的混合物进给至提升管反应器。第一颗粒可以具有比第二颗粒更小的平均粒度和/或更低的密度，并且第一颗粒和第二颗粒可以独立地为催化的或非催化的颗粒。可以使第一和第二颗粒的混合物与第二烃原料接触以裂化烃原料并形成包括烃类以及第一和第二颗粒的混合物的提升管反应器流出物。可将提升管反应器流出物进给至分离器以将第一和第二颗粒与烃类分离，从而从分离器中回收烃产物。可以将分离出的第一和第二颗粒进给至再生器以再生第一和第二颗粒。在第一时间段期间，可以将来自再生器的再生的第一颗粒和第二颗粒进给至反应器。还可将烃原料进给至反应器。在反应器中，烃原料可以与再生的第一和第二颗粒接触，从反应器中回收塔顶产物，该塔顶产物包括经转化的烃流出物、第二颗粒的至少一部分和第一颗粒。可从塔顶产物中分离第二颗粒以提供包括第一颗粒和经转化的烃流出物的第一物流和包括分离出的第二颗粒的第二物流。可以将第一物流进给至分离器。可将第二物流中的分离出的第二颗粒返回至反应器。在第二时间段期间，可将来自再生器的再生的第一颗粒和第二颗粒进给至颗粒冷却器。在颗粒冷却器中，可在热交换介质与再生的第一颗粒和第二颗粒之间进行热交换，从颗粒冷却器中回收经冷却的颗粒并将经冷却的颗粒进给至再生器。
其他方面和优点将从以下的描述和所附的权利要求中显而易见。
附图说明
图1是根据本文公开的一个或多个实施方案的用于裂化烃类和生产轻烯烃的系统的简化工艺流程图。
图2是根据本文公开的一个或多个实施方案的用于裂化烃类和生产轻烯烃的系统的简化工艺流程图。
图3-6是根据本文公开的一个或多个实施方案的在系统中使用的分离器的简化工艺流程图。
具体实施方式
如本文所用，术语“催化剂”和“颗粒”以及类似术语可以互换地使用。综上所述，并且如下文进一步所述，本文中的实施方案基于大小和/或密度分离混合的颗粒状材料以在反应器系统中实现有利的效果。用于促进催化或热反应的颗粒或颗粒状材料可以包括例如催化剂、吸收剂和/或不具有催化活性的传热材料。
在一方面，本文的实施方案涉及用于灵活地转化烃原料，诸如轻烃类(乙烷、丙烷、丁烷)、中烃类(例如C5-C9烃类)以及用于转化重烃进料(诸如减压瓦斯油和/或重油渣油)的流化催化裂化装置和方法。本文的系统和方法可以生产非常高收率的轻烯烃(诸如丙烯和乙烯)、芳烃和具有高辛烷值的汽油或中间馏出油，同时使较重产物的收率最小化。为了实现该目标，二级反应器可以是混流反应器(在一些实施方案中包括颗粒相对于蒸气流的同向流动和逆流流动二者)或催化剂浓缩反应器或颗粒浓缩反应器(选择性地除去混合颗粒/催化剂的较小或较低密度部分)，可以与常规流化催化裂化反应器(诸如提升管反应器)集成。
重烃进料在提升管反应器中催化裂化为石脑油、中间馏出油和轻烯烃，该提升管反应器是气流并流型反应器。为了提高轻烯烃(乙烯和丙烯)的收率和选择性，来自提升管反应器的裂化烃产物(诸如C4和石脑油沸程烃类(烯烃和链烷烃))可以在二级反应器(混流反应器或浓缩反应器)中加工。替代地或附加地，外部进料流(诸如C4、石脑油或来自其他工艺诸如蒸汽裂化器、复分解反应器或延迟焦化单元的其他烃馏分)和石脑油沸程流(诸如直馏石脑油或来自延迟焦化、减粘裂化或天然气凝析油)，以及其他烃原料可在二级反应器中加工以生产诸如乙烯和丙烯的轻烯烃。根据本文公开的实施方案的二级反应器与常规FCC提升管反应器的集成可以克服现有方法的缺点，可以大幅提高总转化率和轻烯烃收率，和/或可以提高加工较重原料的能力。
根据本文公开的实施方案的二级反应器与常规FCC提升管反应器的集成可以通过以下方式促进：(a)使用公共再生容器，(b)使用两种类型的催化剂，一种选择性用于裂化较重的烃类，并且另一种选择性用于裂化C4和石脑油沸程的烃类用于轻烯烃的生产，以及(c)使用混流反应器或浓缩反应器，其流动状态将部分地分离两种类型的催化剂，有利于C4或石脑油进料与选择性用于裂化这些进料并生产轻烯烃的催化剂接触。
为了提高二级反应器的操作窗口，并提供更大的工艺灵活性，二级反应器可以在流动状态下操作，以夹带选择性用于裂化较重烃类的催化剂，并夹带选择性用于裂化C4和石脑油沸程烃类的一部分催化剂。然后将裂化的烃产物和夹带的催化剂进给至分离器，以将选择性用于裂化C4和石脑油沸程烃类的催化剂与裂化的烃产物和选择性用于裂化较重烃类的催化剂分离。该固体分离容器是反应器的外部容器并且在流体动力学性能下操作，该流体动力学性能基于两种类型的催化剂的物理性能(诸如粒度和/或密度)增强其分离。然后可将选择性用于裂化C4和石脑油沸程烃类的分离出的催化剂返回至反应器继续反应，并在反应器内提供增强浓度的选择性用于裂化C4和石脑油沸程烃类的催化剂，提高了整个工艺的选择性，同时由于增强的操作窗口还提高了整个工艺的灵活性。
原料的可用性、对特定产物或产物混合物的需求以及维护要求可能需要进一步的工艺灵活性。本文的系统另外提供颗粒或催化剂冷却器，其可以流体连接至再生容器和二级反应器两者。可以提供流量控制系统和相关联的阀来选择性地引导以下流动：(a)将来自再生器的混合颗粒流动至颗粒冷却器，(b)将来自再生器的混合颗粒流动至反应器，和/或(c)将来自二级反应器的较大的或较致密的颗粒流动至颗粒冷却器。颗粒冷却器可以使热交换介质间歇地或同时地与(i)来自催化剂再生器的热再生颗粒和(ii)从二级反应器回收的较大的或较致密的颗粒之间进行热交换。然后可以将所得的冷却颗粒或冷却催化剂进给至再生器。来自颗粒冷却器的冷却颗粒可有助于冷却和控制再生器中发生的再生温度，从而有助于将再生器保持在远低于冶金设计限制的操作温度下。
如上所述，裂化系统可以使用两种类型的催化剂，每种催化剂有利于不同类型的烃进料。第一裂化催化剂可以是Y型沸石催化剂、FCC催化剂或可用于裂化较重烃原料的其他类似催化剂。第二裂化催化剂可以是ZSM-5或ZSM-11型催化剂或可用于裂化C4或石脑油沸程烃类并选择性用于生产轻烯烃的类似催化剂。为了促进本文公开的双反应器方案，第一裂化催化剂可以具有第一平均粒度和密度，并且可以比用于第二裂化催化剂的颗粒更小和/或更轻，使得催化剂可以基于密度和/或大小(例如，基于催化剂颗粒的末端速度或其他特性)进行分离。
在催化剂再生容器中，再生从提升管反应器和二级反应器两者中回收的废催化剂。在再生之后，来自再生容器的混合催化剂的第一部分可以进给至提升管反应器(同向流动反应器)。来自再生容器的混合催化剂的第二部分可以进给至二级反应器或颗粒冷却器中的任一个或两个。
在同向流动(提升管)反应器中，第一烃进料可以与再生催化剂的第一部分接触以裂化烃类的至少一部分以形成较轻烃类。然后可以从同向流动反应器中回收流出物，该流出物包括第一裂化烃产物和废混合催化剂馏分。
在使用时，二级反应器可以在足以夹带第一裂化催化剂和第二裂化催化剂的流化状态下操作，同时烃产物作为流出物从二级反应器塔顶出口回收。在其他实施方案中，二级反应器在足以夹带第一裂化催化剂和一部分第二裂化催化剂的流化状态下操作，同时烃产物作为流出物从二级反应器塔顶出口回收。然后将流出物进给至分离器以将裂化的烃产物和第一裂化催化剂与第二裂化催化剂分离。然后，从分离器回收的蒸气/第一裂化催化剂物流可被运送用于分离。如上所述，从分离器回收的第二裂化催化剂可以循环回至二级反应器以继续反应。
第一流出物(来自提升管反应器的裂化的烃类和废混合催化剂)和第二流出物(来自二级反应器的裂化的烃类和分离出的第一裂化催化剂)都可以进给至脱离容器以将废混合催化剂馏分和第一裂化催化剂与分离出的第一和第二裂化的烃产物分离。然后可以分离裂化的烃产物(包括轻烯烃、C4烃类、石脑油沸程烃类和较重的烃类)以回收期望的产物或产物馏分。
在使用时，颗粒冷却器可以接收来自再生器的热混合颗粒和/或来自二级反应器的较大的或较致密的颗粒。例如，颗粒可以通过热交换管进给，而热交换介质(诸如空气、水、蒸汽、热交换油或待预热的烃原料)可以经过并穿过热交换管，与颗粒进行热交换。在一些实施方案中，颗粒冷却器可以是螺旋挡板式热交换器。还可以使用其他类型的颗粒冷却器或催化剂冷却器。冷却后，如上所述，颗粒可以返回至再生器以帮助保持再生器中内容物的温度。
因此，本文公开的方法将二级混流或催化剂浓缩反应器、外部固体分离器、颗粒冷却器和提升管反应器与公共产物分离和再生进行了集成，其中在二级反应器中浓缩的催化剂或颗粒可高度选择性地用于裂化C4和石脑油沸程烃类以生产轻烯烃。公共再生提供了热平衡，并且公共产物分离(脱离容器等)提供了简单的操作和减少的部件计数等优点。此外，以仅使用颗粒冷却器、仅使用二级反应器或同时使用两者切换操作提供了工艺操作的灵活性。
现在参考图1，图示了根据本文公开的实施方案的用于裂化烃类和生产轻烯烃的系统的简化工艺流程图。该系统包括用于最大化来自石油渣油原料或其他烃流的丙烯和乙烯的收率的双反应器配置。例如，第一反应器3可以是用于裂化较重烃进料的提升管反应器。第二反应器32是流化床反应器，其可配备有挡板或内部构件。来自第一反应器3的C4烯烃和/或轻质石脑油产物或来自外部来源的类似进料流可以在第二反应器32中加工以提高轻烯烃(包括丙烯和乙烯)以及芳烃/高辛烷值汽油的收率。
通过位于第一反应器3底部附近的一个或多个进料喷射器2注入重质石油渣油进料。重质石油进料与通过J-弯管1引入的热再生催化剂接触。进给至第一反应器3的催化剂是催化剂混合物，包括选择性用于裂化较重烃类的第一催化剂(诸如Y型沸石基催化剂)，以及选择性用于裂化C4和石脑油沸程烃类以生产轻烯烃的第二催化剂(诸如ZSM-5或ZSM-11)，其还可与其他催化剂组合使用。第一和第二催化剂的粒度和密度的一个或两个可以不同。第一催化剂(诸如Y型基沸石)可具有在20至200微米的范围内的粒度和0.60至1.0g/ml的范围内的表观容积密度。第二种催化剂(诸如ZSM-5或ZSM-11)可具有20至350微米的范围内的粒径和0.7至1.2g/ml的范围内的表观堆积密度。(虽然图1描述的系统的操作与催化剂有关，但非催化的颗粒还可用于提供原料的热裂化。)
用于进料汽化和/或将进料的温度升高至期望的反应器温度(诸如在500℃至约700℃范围内)以及用于吸热(反应热)所需的热量可由来自再生器17的热再生催化剂提供。第一反应器3中的压力通常在约1barg至约5barg范围内。
在裂化反应的主要部分完成后，产物、未转化的进料蒸气和废催化剂的混合物流入容纳在旋风封闭容器8中的两级旋风系统。两级旋风系统包括用于将废催化剂与蒸气分离的初级旋风分离器4。废催化剂通过初级旋风分离器浸入管(dip leg，或称为料腿)5排放至汽提塔9中。夹带有来自初级旋风分离器4的分离蒸气和来自第二反应器32的通过流动管线36a和单级旋风分离器36c引入的产物蒸气的细小的催化剂颗粒在第二级旋风分离器6中分离。收集的催化剂混合物通过浸入管7排放至汽提塔9。来自第二级旋风分离器6的蒸气通过可连接至增压室(plenum)11的第二级旋风分离器出口12b排出，然后被发送至主分馏器/气体设备(未示出)用于产物(包括期望的烯烃)的回收。如果有必要的话，通过分配器管线12a引入轻循环油(LCO)或蒸汽作为急冷介质进一步冷却产物蒸气。
通过浸入管5、7回收的废催化剂在汽提床9中经历汽提，通过蒸汽的逆流接触除去间隙蒸气(截留在催化剂颗粒孔隙中的烃蒸气)，蒸汽通过蒸汽分配器10引入到汽提塔9的底部。然后，废催化剂通过废催化剂竖管13a和提升管线15转移至再生器17。位于废催化剂竖管13a上的废催化剂滑阀13b用于控制从汽提塔9至再生器17的催化剂流量。可通过分配器14引入一小部分的燃烧空气或氮气以帮助废催化剂的平稳转移。
来自提升管线15的焦化或废催化剂通过废催化剂分配器16排放至致密的再生器床24中。由位于再生器床24底部处的空气分配器18引入燃烧空气。然后，沉积在催化剂上的焦炭在再生器17中通过与燃烧空气的反应燃烧掉。例如，再生器17可以在约640℃至约750℃范围内的温度和在约1barg至约5barg范围内的压力下操作。随烟道气夹带的催化剂粉末在第一级旋风分离器19和第二级旋风分离器21中收集并通过相应的浸入管20、22排放至再生器的催化剂床中。从第二级旋风分离器21的出口回收的烟道气通过再生器增压室23引导至烟道气管线50，用于下游废热回收和/或能量回收。
再生催化剂混合物的第一部分通过再生催化剂竖管27抽出，该再生催化剂竖管与J弯管1流动连通。从再生器17至反应器3的催化剂流量可以由位于再生催化剂竖管27上的滑阀28调节。调节滑阀28的开度以控制催化剂流量以保持反应器3中期望的顶部温度。
除了提升蒸汽之外，还提供了通过位于Y段处的气体分配器1a将进料流(诸如C4烯烃和石脑油或类似的外部物流)作为提升介质注入J弯管1，以使再生催化剂能够从J弯管1平稳转移至反应器3。J弯管1还可以充当密相床反应器(dense bed reactor)，用于在有利于此类反应的条件(诸如0.5至50h-1的WHSV、640℃至750℃的温度以及3至10秒的停留时间)下将C4烯烃和石脑油流裂化为轻烯烃。
再生催化剂混合物的第二部分通过竖管30抽出。滑阀31可用于控制来自再生器17的催化剂流量。抽出后，混合催化剂可通过竖管30流入第二反应器32、颗粒冷却器70或两者，这取决于系统内的其他阀(诸如在下文中进一步描述的阀63或阀38)的操作。
双反应器模式
在仅第二反应器的第一操作模式中，混合催化剂可以从再生器17中流出并被引导至第二反应器32。在该模式中，阀38可以关闭，而阀63是打开的。例如，催化剂的流速可以基于蒸气出口(管线45)温度设定点。C4烯烃和石脑油流通过一个或多个进料分配器34(34a、34b)以液相或气相注入催化剂床的底部段。第二反应器32以混流方式操作，其中再生催化剂的一部分向下流动(从反应器床的顶部至底部)，而再生催化剂混合物的一部分和进料烃流向上流动(从反应器床的底部至顶部)。
第二反应器32可以配备有有助于催化剂和进料分子的紧密接触和混合的挡板或结构化内部构件(未示出)。这些内部构件还可以有助于最小化沟流、气泡生长和/或聚结。第二反应器32还可以在沿长度的不同段被增大以在这些段内保持恒定的或所期望的表观气体速度。
积累在第二反应器32中的浓缩颗粒可以在第二反应器32的最底部处间歇地或连续地汽提，以使用蒸汽作为通过分配器35引入的汽提介质来分离夹带的烃进料/产物。如果需要，废颗粒可以通过流动管线69从第二反应器32中抽出。
如上所述，来自两个反应器3、32的废催化剂在公共再生器17中再生，该公共再生器17可以在完全燃烧模式下操作。接收来自反应器3的混合催化剂，并且通过流动管线36a接收来自第二反应器32的较小的和/或较轻的颗粒，每个颗粒在汽提塔9中汽提并且共同通过提升管15进给至再生器17。
如上所述，第二反应器32使用两种不同的催化剂，这两种不同的催化剂的粒度和密度中的一个或两个可以不同，诸如较轻的和较小的Y型沸石或FCC催化剂和较大的和/或较致密的ZSM-5/ZSM-11形状选择性pentacil小孔隙沸石。保持在第二反应器32中的表观气体速度，使得基本上所有的或大部分的较轻的、较小的催化剂(例如，Y型沸石/FCC催化剂)和一部分较重的、较大的催化剂(例如，ZSM-5/ZSM-11)与通过流动管线45回收的裂化烃类和蒸汽一起被带出反应器。一部分较大的和/或较致密的催化剂可以保留在反应器32内，形成朝向反应器下部的密相床，如上所述。
因此，通过流动管线45回收的来自反应器32的流出物可以包括裂化的烃产物、未反应的烃原料、蒸汽(汽提介质)和催化剂混合物，包括引入至反应器的基本上所有的较轻的和/或较小的催化剂和一部分较大的和/或较致密的催化剂。然后，流出物可以通过流动管线45输送至固体分离器47。分离器47可以是被配置为基于两种类型的催化剂的物理性能(即粒度和/或密度)来分离这两种类型的催化剂的分离器。例如，分离器47可以使用惯性力或离心力的差，将FCC催化剂与ZSM-5分离。固体分离容器47是第二反应器32的外部容器并且在流体动力学性能下操作，该流体动力学性能基于两种类型的催化剂的物理性能来增强其分离。
在分离器47中分离之后，较小和/或较轻的催化剂(Y型沸石/FCC催化剂)然后通过出口管线36a从分离器47输送至装有提升管反应器旋风分离器和/或反应终止系统的公共脱离器(disengager)或封闭容器8。较大的和/或较致密的催化剂(ZSM-5/ZSM-11)可以通过流动管线49返回至混流反应器32以便与通过分配器34引入的烃进料继续反应。
夹带基本上所有的较轻的/较小的催化剂和一部分的较大的和/或较致密的催化剂，随后的分离，以及较大的和/或较致密的催化剂循环至反应器32可以允许较大的和/或较致密的催化剂在反应器32中显著积累。因为该催化剂对于C4和石脑油沸程烃类的裂化具有更高的选择性，积累较大的和/或较致密的催化剂可以提供选择性和收率优势。此外，反应器在流态化流动状态下的操作以夹带两种类型的催化剂可以提供改善反应器的可操作性或操作的灵活性，如上所述。
可以通过分配器36b将诸如重减压瓦斯油或重渣油进料、轻循环油(LCO)或蒸汽的烃进料作为急冷介质注入出口管线36a中。这种急冷介质的流速可以通过设定进入封闭容器8的物流的温度来控制。来自第二反应器32的所有蒸气，包括那些通过分配器36b进给的蒸气，都通过单级旋风分离器36c排放到封闭容器8的稀相。优选使用烃进料作为急冷介质，因为它用于冷却来自第二反应器32的产物以及还提高了中间馏出油的产量的双重目的。
第一级反应器3(诸如提升管反应器)可以在快速流态化状态(例如，在底部段处以约3至约10m/s范围内的气体表观速度)和在顶部段的气动输送状态(例如，在以约10至约20m/s范围内的气体表观速度)下操作。
第二反应器32中的WHSV通常在约0.5h-1至约50h-1范围内；蒸气和催化剂的停留时间可以在约2秒至约20秒变化。当引入不同的进料时，优选在低于石脑油进料注射位置的高度处注入C4进料。但是，进料注射位置的互换是可能的。
必要时，可以通过一个或多个流动管线42、43引入补充催化剂。例如，可以将新鲜的或补充的FCC或Y型沸石催化剂或这两者的混合物通过流动管线42引入到再生器17，并且可以将新鲜的或补充的ZSM-5/ZSM-11催化剂通过流动管线43引入到第二反应器32。例如，可以通过从再生器24中抽出混合催化剂来保持整个系统催化剂存量。如下所述，可以通过控制反应器和分离器47的操作来控制优选催化剂在反应器32内的催化剂存量和积累。
在一些实施方案中，再生催化剂的第一部分通过与再生器17和再生催化剂竖管27流动连通的抽出管线25从再生器17抽出至再生催化剂(RCSP)料斗26中。RCSP料斗26中的催化剂床随再生器17床位(bed level，或称为料位)漂浮。然后，将再生催化剂通过再生催化剂竖管27从RCSP料斗26转移至反应器3，该再生催化剂竖管27与J弯管1流动连通。从再生器17至反应器3的催化剂流量可以由位于再生催化剂竖管27上的RCSP滑阀28调节。还可以提供压力平衡管线29。
分离器旁路管线60还可用于促进颗粒从反应器32的顶部转移至容器8，如图1中所示。如以上关于图1所述，第二反应器32使用两种不同的催化剂，这两种不同的催化剂的粒度和密度中的一个或两个可能不同，诸如较轻的和/或较小的Y型沸石或FCC催化剂和较大的和/或较致密的ZSM-5/ZSM-11形状选择性pentacil小孔隙沸石。保持在第二反应器32中的表观气体速度，使得基本上所有的较轻的、较小的催化剂(例如，Y型沸石/FCC催化剂)和一部分较大的和/或较致密的催化剂(例如，ZSM-5/ZSM-11)与通过流动管线45回收的裂化烃类和蒸汽一起被带出反应器。
因此，通过流动管线45回收的来自反应器32的流出物可以包括裂化的烃产物、未反应的烃原料、蒸汽(汽提介质)和催化剂混合物，包括引入至反应器的基本上所有的较轻的、较小的催化剂和一部分较大的和/或较致密的催化剂。然后，流出物可以通过流动管线45输送至固体分离器47。分离器47可以是被配置为基于两种类型的催化剂的物理性能(即粒度和/或密度)来分离这两种类型的催化剂的分离器。分离器47在流体动力学性能下操作，该流体动力学性能基于两种类型的催化剂的物理性能来增强其分离。
在分离器47中分离之后，较小的/较轻的催化剂(Y型沸石/FCC催化剂)然后通过出口管线36a从分离器47输送至装有提升管反应器旋风分离器和/或反应终止系统的公共脱离器或封闭容器8。较大的和/或较致密的催化剂(ZSM-5/ZSM-11)可以返回至混流反应器32以便与通过分配器34引入的烃进料继续反应。
连续地或间歇地，通过流动管线45输送的包含两种类型催化剂的流出物的一部分可以被分流以绕过分离器47。流出物的分流部分可以通过流动管线60在分离器47周围流动，流动管线60可以包括分流器或流量控制阀62。然后，流出物可以通过流动管线64继续回至脱离器8，以将烃产物与催化剂分离。流动管线64可以通过流动管线36a与从分离器47回收的流出物和较小的催化剂组合，并且可以引入急冷器36b的上游或下游。替代地，管线60中分流的流出物可以直接进给至脱离器/封闭容器8。
虽然在图1中图示了分流阀62，但本文的实施方案考虑使用y形流动管道或类似装置来连续地将包括两种催化剂颗粒类型的流出物的一部分送至脱离器8，同时连续地将流出物的一部分送至分离器47，从而允许较大的和/或较致密的催化剂颗粒在反应器32内进行所期望的积累。
如上所述，使用增加的载液流量和/或使用分流器可以有利地提供选择性用于裂化石脑油沸程烃类的催化剂在第二反应器(反应器32)中的积累。
一个反应器+催化剂冷却器模式
在第二操作模式中，一个反应器加催化剂冷却器，可以将来自再生器17的混合催化剂引导至颗粒冷却器70。在这种模式下，阀38可以打开，而阀63是关闭的。例如，通过竖管30进入颗粒冷却器70的催化剂的流速可以基于再生器17的温度或直接或间接地与流过颗粒冷却器70的催化剂进行热交换的热交换介质72的出口温度以及其他可能的控制变量中的一个或多个。
在一些实施方案中，颗粒冷却器70是螺旋挡板式热交换器，其中催化剂颗粒横穿热交换器的管侧，同时热交换介质72横穿热交换器的管侧。然后，可以通过流动管线37回收催化剂颗粒。然后，可以通过管线37、滑阀38和转油线40将催化剂转移至再生器17。鼓风机空气可以用作载气39以将催化剂转移至再生器17。如上所述，使用颗粒冷却器70可能有利于保持再生器的温度，以及为设备中的一个或多个工艺或公用物流提供热量。
双反应器+颗粒冷却器模式
在第三操作模式中，两个反应器加颗粒冷却器，来自再生器17的混合催化剂可以流向第二反应器32和颗粒冷却器70两者。在该模式下，阀38和63都可以打开，并且来自竖管30的混合催化剂的一部分可以被引导至第二反应器32，而剩余部分可以被引导至颗粒冷却器70。颗粒冷却器和第二反应器的操作与以上所述的前两种模式相同，在该模式中提供烃转化(通过第二反应器32)和再生器内容物的冷却(通过颗粒冷却器70)两者。
在该模式期间，例如，基于出口蒸汽72的温度的设定点，阀38被控制以允许来自再生器17的混合催化剂的一部分进入颗粒冷却器70。例如，通常由蒸气出口温度(管线45)控制的阀31，将允许大量的混合催化剂从再生器17流向第二反应器32和颗粒冷却器70两者。基于控制方案，该催化剂流的速率通常大于流向颗粒冷却器70的催化剂流的速率。在填充颗粒冷却器70之后，额外的混合催化剂将流向第二反应器32。可以使用位于第二反应器32下方的转油线处的附加提升蒸汽，以便于将混合催化剂流转移至第二反应器32。
现在参考图2，图示了根据本文公开的实施方案的用于裂化烃类和生产轻烯烃的系统的简化工艺流程图，其中相同的数字代表相同的部件。与如上所述的图1中所示的工艺方案类似，图2中所示的系统包括两个反应器和一个颗粒冷却器，并将两种颗粒(诸如较轻的和/或较小的Y型或FCC催化剂和较大的和/或较致密的ZSM-5或ZSM-11催化剂)引入二级反应器32、颗粒冷却器70或两者中。
在该实施方案中，流量控制阀31是三通阀，该三通阀可用于将催化剂引导至第二反应器32用于双反应器操作模式，或引导至颗粒冷却器70用于一个反应器加颗粒冷却器模式。虽然图示为三通阀，但还可以使用两个单独的竖管30来分别向第二反应器32和颗粒冷却器70中的每一个提供催化剂流。
如上所述，在第二反应器32底部处的废颗粒可通过流动管线69抽出。如图2所示，颗粒冷却器70还可用于从第二反应器32中浓缩的废颗粒回收热量，和/或便于将较大的或较致密的颗粒从反应器32输送至再生器17用于再生和继续用于转化烃类。
积累在第二反应器32中浓缩颗粒可以在第二反应器32的最底部处进行汽提，以使用蒸汽作为通过分配器35引入的汽提介质来分离夹带的烃进料/产物。可以提供流量控制阀74以间歇地或连续地从第二反应器32的底部抽出颗粒。然后，在反应器32的底部回收的废催化剂可以经由颗粒冷却器70、竖管37和提升管线40通过废催化剂分配器41转移至再生器17。燃烧空气或氮气可以通过分配器39引入以使催化剂能够平稳转移至再生器17。滑阀38可以用于控制从第二反应器32至再生器17的催化剂流量。然后，来自反应器3、32两者的废催化剂在公共再生器17中再生，它可以以完全燃烧模式操作。
在操作中，二级反应器容器32中的催化剂床预计在湍动床、沸腾床(bubblingbed，或称为鼓泡床)或快速流态化状态下操作。如图所示，轻质石脑油进料34a，诸如来自初级反应器或提升管反应器3的轻质石脑油产物，可以进给至二级反应器32中并在混合催化剂的存在下转化为轻烯烃。容器32中的提升气体连同产物气体将固体(包括两种催化剂)通过管道45提升至固体分离容器47，然后回至再生器17。由于两种催化剂颗粒的大小和/或密度不同，大部分ZSM-5或ZSM-11催化剂颗粒将在固体分离容器47中与Y型或FCC催化剂分离，并通过回流管线49转移回至反应器32。大部分Y型或FCC催化剂颗粒将被转移回至汽提塔8进行气固分离。
蒸汽35与烃进料34a、34b一起可用作提升气体。催化剂可以填满反应器32并且在一些实施方案中没有观察到催化剂床位。容器32中的提升气体连同产物气体将固体(包括两种催化剂)通过管道45提升至固体分离容器47。由于两种催化剂颗粒的大小和/或密度不同，大部分ZSM-5或ZSM-11催化剂颗粒将在固体分离容器47中与Y型或FCC催化剂分离，并通过回流管线49转移回至反应器32。大部分Y型或FCC催化剂颗粒将被转移回至汽提塔8进行气固分离。
如上所述，根据本文实施方案的系统可以包括分离器47，该分离器47被配置为基于两种类型的催化剂的物理性能(诸如粒度和/或密度)来分离这两种类型的催化剂。分离器47可以是旋风分离器、筛网分离器、机械筛分器、重力室、离心分离器、挡板室、百叶窗分离器、直列式或气动分级器，或可用于基于大小和/或流体动力学性能有效地分离颗粒的其他类型的分离器。
可用于本文实施方案中的分离器或分级器的实例在图3-6中示出。在一些实施方案中，分离器47可以是U形惯性分离器，如图3所示，用于分离具有不同粒度和/或颗粒密度的两种固体颗粒或催化剂。分离器可以以U形的形式建造，在顶部处具有进口70，在U形的另一端处具有气体出口84，并且在U形分离器的底座处具有主固体出口80。
将具有不同大小的固体颗粒或催化剂的混合物72与载气流通过进口70一起引入，并且通过不超过一圈的转动对固体施加惯性分离力以分离不同大小的固体颗粒。较大的和/或较致密的固体颗粒78优先地在段74/76中向下进入连接至U形的底座的竖管或浸入管80，而较轻的或较小的固体颗粒优先地与气流一起携带至出口82，在那里可以回收小颗粒和气体的混合物84。在U形分离器的底座处的固体出口80(用于将较大的和/或较致密的催化剂颗粒流回至第二反应器32的竖管或浸入管的进口)应当足够大，以容纳正常的固体/催化剂流。
通过控制进入向下竖管和离开主气流出口的气体流速，可以操控U形惯性分离器的总体分离效率和将较大的和/或较致密的颗粒与较小的和/或较不致密的颗粒分离的选择性。这延伸至完全密封的浸入管，其中离开浸入管的唯一气流是那些由存在的固体/催化剂流夹带的流。由于U形惯性分离器提供了操控分离效率的能力，如上所述，可能在系统中积累的中等大小的颗粒可以周期性地或连续地夹带从分离器47中回收的烃产物，以在容器8中进行分离和在再生器24中进行再生。
在一些实施方案中，气体分布器75或额外的蒸汽/惰性气体可以设置在出口段80的顶部附近，诸如在竖管进口的顶部附近。在分离器内提供的附加提升气体可以进一步促进较大的和/或较致密的固体颗粒与较不致密的和/或较小的固体颗粒的分离，因为额外的气体可以优先地将较轻的固体颗粒提升至气体出口84，从而产生更好的固体分级。
可以调节U形分离器在进口70、出口82和整个U形分离器(包括区域74、76)处的横截面积以操控装置内的表观气体速度以控制分离效率和选择性。在一些实施方案中，一个或多个分离器壁的位置可以是可调节的，或者可以在分离器的一个或多个段内设置可移动的挡板，其可以用于控制分离效率和选择性。在一些实施方案中，该系统可以包括出口82下游的粒度分析器，使得能够实时调节通过U形分离器的流动配置以实现期望的分离。
使用串联连接的U形惯性分离器或U形惯性分离器和旋风分离器的组合可以提供灵活性以允许同时实现目标总体分离效率和较大的和/或较致密的颗粒对较小的和/或较不致密的颗粒的目标选择性二者。
二级反应器32还可以配备有挡板或结构化的内部构件，诸如美国专利7,179,427中描述的模块化格栅。还可以使用提高接触效率和产物选择性/收率的其他类型的内部构件。内部构件可以增强催化剂在整个反应器中的分布并改善进料蒸气与催化剂的接触，从而提高平均反应速率，增强催化剂的总体活性并优化操作条件以提高轻烯烃的产量。
本文公开的实施方案使用Y型沸石或常规FCC催化剂，使重烃进料的转化率最大化。Y型沸石或FCC催化剂具有比用于提高逆流流动反应器中轻烯烃产量的ZSM-5或类似催化剂更小的和/或更轻的粒度。ZSM-5或类似的催化剂具有比用于增强混流反应器和固体分离器中的每个反应器中的催化剂类型的分离的Y型沸石或FCC催化剂更大的粒度和/或比其更致密。保持第二反应器中蒸气的表观气体速度，使得允许Y型沸石或FCC催化剂和一部分的ZSM-5或ZSM-11催化剂从混流反应器中夹带出来，并且固体分离器可以利用单个颗粒末端速度的差异或最小流态化/最小鼓泡速度之间的差异来分离ZSM-5/ZSM-11并将其返回至混流反应器。这一概念允许消除两级FCC系统，从而获得简化和高效的工艺。该方法中使用的催化剂可以是Y型沸石/FCC催化剂和ZSM-5的组合或其他类似催化剂，诸如US5043522和US5846402中提到的那些催化剂。
来自混流反应器的两种催化剂的夹带、随后的分离以及ZSM-5/ZSM-11催化剂在混流反应器中的循环和积累消除了对二级反应器中表观气体速度的任何潜在限制。因此，固体分离容器的使用在二级反应器中提供了工艺灵活性，允许二级反应器在沸腾床、湍动床或快速流态化状态下操作，而不是将操作限制为仅沸腾床状态。固体分离容器可以是旋风分离器或其他容器，其中固体和气体在公共进口处引入，并且通过脱气、惯性和离心力，基于大小和/或密度分离颗粒，其中大部分较小的FCC型颗粒用蒸气出口夹带，并且较大的和/或较致密的ZSM-5或ZSM-11型颗粒通过密相竖管或浸入管返回至二级反应器容器32。
除了关于图3中描述的U型颗粒分离器之外，图4-6还图示了用于本文实施方案中的各种附加颗粒分离装置。参考图4，用于基于大小和/或密度分离催化剂或其他颗粒的挡板室分离器900可以包括进口910，诸如水平管道。然后，包含在水平管道中蒸气和颗粒在被挡板914偏转之前进入室912。室912连接至第一竖直出口916和第一水平出口918。挡板914可以位于室912的中间，在进口910附近，或在室的水平出口918附近。挡板可以成一定角度或可移动，使得挡板可以用于偏转或多或少的催化剂颗粒，并且可以被配置用于特定的颗粒混合物。
本文的方法可利用挡板室分离器900来将较大的和/或较致密的颗粒与载气(诸如烃反应流出物)中包含的较小的和/或较不致密的颗粒分开。挡板室分离器900可以被配置为：将第二颗粒类型的至少一部分与载气和第一颗粒类型分离，通过第一竖直出口916回收第二颗粒类型并且通过第一水平出口918回收包括载气和第一颗粒类型的混合物。分离器还可以包括布置在第一竖直出口内或附近的分配器(未示出)，用于引入流态化气体，促进第一颗粒类型与第二颗粒类型的附加分离。
现在参考图5，图示了根据本文的实施方案使用的百叶窗分离器。类似于图示的和描述的其他分离器，百叶窗分离器1000可用于基于大小和/或密度来分离催化剂或其他颗粒。百叶窗分离器1000可以包括连接至室1012的竖直进口1010，其中室的一个或多个竖直侧1014配备有窄缝出口1016，其可被描述为百叶窗。百叶窗的数量可以根据应用而变化，诸如待分离的期望颗粒混合物，并且百叶窗的角度可以调节以便控制经过和离开百叶窗出口的蒸气量。室1012还连接至室底部处的第一竖直出口1014。
本文的方法可利用百叶窗分离器1000来将较大的和/或较致密的颗粒与载气(诸如烃反应流出物)中包含的较小的和/或较不致密的颗粒分开。百叶窗分离器1000可以被配置为：将第二颗粒类型的至少一部分与载气和第一颗粒类型分离，通过第一竖直出口1014回收第二颗粒类型并且通过百叶窗出口1016回收载气和第一颗粒类型。分离器还可以包括布置在第一竖直出口内或附近的分配器(未示出)，用于引入流态化气体，促进第一颗粒类型与第二颗粒类型的附加分离。
现在参考图6，图示了根据本文的实施方案使用的惯性分离器1100。类似于图示的和描述的其他分离器，惯性分离器1100可用于基于大小和/或密度来分离催化剂或其他颗粒。分离器可以包括位于室1112顶部并延伸至室1112中的进口1110。在一些实施方案中，室1112内的进口1110的高度或布置可以是可调节的。分离器还可以包括一个或多个侧出口1114、1116，诸如一至八个侧出口，以及竖直出口1118。分离器还可以包括设置在竖直出口1118内或附近的分配器(未示出)，用于引入流态化气体。
具有不同大小的固体颗粒或催化剂的混合物1172与载气流一起通过进口1110引入。基于压差，混合物1172中的气体优先地引导至出口1114、1116，并且通过使颗粒和载气从室1112内的延伸进口1110转动以流向出口1114、1116，对固体施加惯性分离力，惯性力将不同大小/密度的颗粒分离。较大和/或较重的固体颗粒1174优先地在段1118中向下进入连接至分离器底座的竖管或浸入管(未示出)，而较轻的或较小的固体颗粒1176优先地与气流一起携带至出口1114、1116，在那里可以回收小颗粒和气体的混合物。
在本文所述的每个分离器中，通过控制进入向下竖管/分离室和离开主气流出口的气体流速，可以操控分离器的总体分离效率和将较重的和/或较大的颗粒与较轻的或较小的颗粒分离的选择性。这延伸至完全密封的浸入管，其中离开浸入管的唯一气流是那些由存在的固体/催化剂流夹带的流。
在一些实施方案中，气体分布器或额外的蒸汽/惰性气体可以设置在重质的/致密的颗粒出口段的顶部附近，诸如靠近竖管进口的顶部。在分离器内提供的附加提升气体可进一步促进较重的和/或较大的固体颗粒与较轻的或较小的固体颗粒的分离，因为额外的气体可优先地将较轻的固体颗粒提升至气体出口，从而产生更好的固体分级。
本文所述的颗粒分离器可以设置在容器的外部或内部。此外，在一些实施方案中，例如，颗粒分离器的大的/致密的颗粒出口可以流体连接至外部容器，提供分离颗粒的选择性循环或进给至期望的反应器，以保持期望的催化剂平衡。
考虑原料的可用性、对特定产物或产物混合物的需求以及维护要求，上述各种操作模式可以允许操作者改变系统操作以提供期望的产物混合物。这种工艺的灵活性可以允许操作者在第一时间段期间操作第二反应器，并在第二时间段期间操作颗粒冷却器。附加地，或替代地，操作员可以选择在第三时间段期间在反应器32和颗粒冷却器70两者都在运行中的情况下操作该系统。因此，本文的实施方案为设备操作者提供了有效的操作设备、根据需要提高烯烃和轻烃类的产量以及基于产物需求调节操作所需的灵活性。
本文公开的实施方案，通过上述方法，显著增加了二级反应器(容器32)中期望催化剂的浓度，从而增加了轻烯烃收率。此外，该工艺还作为一种将ZSM-5和ZSM5-11的抽出和加入与FCC催化剂的抽出和加入分离的方法。总之，本公开提出的FCC方法在二级反应器32中创建了期望的富含ZSM-5或ZSM-11催化剂添加剂的环境，这可以优先地转化轻石脑油产物，诸如源自初级反应器的那些产物，以改善轻烯烃收率，同时通过在初级反应器或提升管中施加最佳操作条件来最大化中间馏出油收率。
本文公开的实施方案的另一个益处是集成的双反应器方案克服了独立的C4/石脑油催化裂化工艺中的热平衡限制。由于与催化剂再生器集成，二级(混流)反应器充当散热器，在加工渣油原料时最小化催化剂冷却器的需求。
来自二级反应器的产物蒸气被输送至第一阶段反应器/脱离容器或反应终止装置中，其中这些蒸气与来自第一阶段的产物和/或外部急冷介质(诸如LCO或蒸汽)混合并急冷以最小化不需要的热裂化反应。替代地，二级反应器/固体分离器的产物出口管线还可用于引入附加量的重质进料或改变来自第一阶段反应器(提升管反应器)的部分进料的路线。这用于两个目的：(1)固体分离器蒸气出口管线中的催化剂主要是Y型沸石/常规FCC催化剂，其优选地将这些重质进料分子裂化为中间馏出油，以及(2)这种裂化反应是吸热的，因此有助于降低流出产物蒸气的温度以及还降低其停留时间。
在本文公开的一些实施方案中，现有的FCC单元可以用如上所述的二级反应器进行改装。例如，适当大小的反应器可以流体连接至现有的催化剂再生容器以提供催化剂进料和从混流容器返回，并且流体连接至现有脱离容器以分离烃产物和催化剂。在其他实施方案中，可以将混流反应器添加至旨在以汽油模式、轻烯烃模式或柴油模式操作的基层FCC单元。
以上关于图1和图2描述的反应器系统主要涉及轻烯烃的生产，以及在混合催化剂系统中催化剂的有利浓缩以提高系统的反应性和选择性。这种反应器系统还可用于其他混合催化剂系统，其中催化剂中的一种的浓缩可能是有利的。
本文的实施方案可以利用各种类型的催化剂或颗粒来进行期望的反应，其中可以使用公共再生器来再生催化剂混合物，并且有利地定位分离器以使用包含在催化剂混合物中的特定催化剂来富集一个或多个反应器。本文的实施方案可用于改进单元操作，并提高反应系统的选择性和灵活性，诸如用于包括轻烯烃生产、汽油脱硫和重油加工的应用。
如上所述，轻烯烃生产可以包括进给至提升管的各种轻烃、中烃和重烃进料。至第二反应器32的进料可以包括石脑油(诸如直馏石脑油或循环催化石脑油)，以及其他进料。用于轻烯烃生产的催化剂混合物可以包括较小的和/或较不致密的催化剂，诸如FCC催化剂(例如沸石Y)，和较重的/较致密的催化剂(诸如ZSM-5或ZSM-11)，以及其他组合。还可以使用其他裂化催化剂。在美国专利第7,375,257、7,314,963、7,268,265、7,087,155、6,358,486、6,930,219、6,809,055、5,972,205、5,702,589、5,637,207、5,534,135和5,314,610号等中公开了用于裂化烃类的各种催化剂。
如上所述，涉及汽油脱硫的实施方案可以包括进给至提升管的各种轻烃、中烃、重烃进料。至第二反应器32的进料还可以包括石脑油(诸如直馏石脑油或循环催化石脑油)，以及其他进料。用于轻烯烃生产的催化剂混合物可以包括较小的和/或较不致密的催化剂，诸如FCC催化剂(例如沸石Y)，以及具有脱硫功能的较大的和/或较致密的催化剂(诸如具有各种金属促进剂的MgO/Al2O3)。还可以使用如在美国专利第5,482,617、6,482,315、6,852,214、7,347,929号等中公开的其他脱硫催化剂。在一些实施方案中，催化剂混合物可以包括具有脱硫活性的裂化催化剂组合物，诸如在US5376608等中公开的那些催化剂组合物。
如上所述，涉及重油加工的实施方案可以包括进给至提升管的各种轻烃、中烃、重烃进料。至第二反应器32的进料可以包括沸点或沸程高于约340℃的烃类或烃混合物。可用于本文公开的方法的烃原料可以包括各种炼油厂和其他烃流，诸如石油常压或减压渣油、脱沥青油、脱沥青塔沥青、加氢裂化常压塔或减压塔塔底物、直馏减压瓦斯油、加氢裂化减压瓦斯油、流化催化裂化(FCC)淤浆油、来自沸腾床加氢裂化工艺的减压瓦斯油、页岩衍生油、煤衍生油、焦油砂沥青、妥尔油、生物衍生原油、黑油以及其他类似的烃流，或这些流的组合，其中每一种都可以是直馏、工艺衍生、加氢裂化、部分脱硫和/或部分脱金属的流。在一些实施方案中，渣油烃馏分可以包括具有至少480℃、至少524℃或至少565℃的标准沸点的烃类。用于重烃加工的催化剂混合物可以包括较小的和/或较不致密的催化剂，诸如FCC催化剂(例如沸石Y)、以及较大的和/或较致密的催化剂(诸如活性基体催化剂，金属捕集催化剂)、粗的/致密的Ecat(平衡催化剂)、基体或粘合剂型催化剂(诸如高岭土或砂)或高基体/沸石FCC催化剂。还可以使用其他裂化催化剂，诸如例如，在US5160601、US5071806、US5001097、US4624773、US4536281、US4431749、US6656347、US6916757、US6943132和US7591939等中公开的那些中的一种或多种。
本文中的系统还可用于重质原油或原始原油(诸如从焦油砂中回收的原油或沥青)的预处理。例如，反应器32(诸如在图1或图2中的反应器)等可用于在下游操作中进一步加工经处理的重质原油之前对沥青进行预处理，下游操作可以包括在下游分离系统中的分离和用于在反应器3中进一步转化的一种或多种馏分的循环。用颗粒或催化剂混合物中的优选颗粒对重质原油进行预处理的能力可以有利地允许重质原油加工的集成，否则将不利于催化剂和总体系统性能。
本文的实施方案描述了由分离器分离的催化剂混合物以及反应器中混合物内催化剂的有效优先浓缩。如图中所示，在反应器中浓缩的催化剂被示为从反应器或容器顶部附近的分离器返回。本文的实施方案还考虑将催化剂从分离器返回至反应器的中部或下部，并且催化剂的返回位置可以取决于正在加工的烃进料、混合物中的催化剂类型以及反应器容器内期望的催化剂梯度。本文的实施方案还考虑将催化剂返回至反应器内的多个位置。虽然提供提高给定反应器中混合物内的特定催化剂或颗粒的浓度的能力，本文的实施方案还可用于一种催化剂体系；本文所述的颗粒分离器和系统可以增加催化剂/油比，从而延长了催化接触时间。
如以上实施方案所述，第二反应器与FCC提升管反应器和分离系统集成在一起。该反应器与其他容器流动连通，允许选择性催化加工和集成烃产物急冷、分离和催化剂再生。这种集成反应器系统提供了本文公开的方法的实施方案的上述优点和特征中的一个或多个，可以提供用于烃类催化裂化以生产轻烯烃的改进的或最佳的方法。
本文的实施方案可以使用两种类型的催化剂颗粒，诸如具有较小粒度和/或较低密度的Y-沸石/FCC催化剂和比前者更大的和/或更致密的ZSM-5颗粒。可以使用具有选择性循环的分离器来优先将Y-沸石与ZSM-5催化剂分开。使用这种催化剂体系允许夹带较轻的和较小的颗粒，从而将ZSM-5型颗粒保留在附加的新反应器床中。反应物在ZSM-5型催化剂的存在下进行选择性催化裂化，该催化剂优选使来自C4和石脑油进料流的轻烯烃的收率最大化。分离器是一种由于两种类型的催化剂的粒度和/或密度不同而能够促进它们分离的装置。具有选择性循环的分离器的示例可以是旋风分离器、筛网分离器、机械筛分器、重力室、离心分离器、直列式或气动分级器，或可用于基于大小和/或流体动力学性能高效地分离颗粒的其他类型的分离器。分离器连接至第二反应器的顶部，该分离器与第二反应器以及再生器和第一反应器/汽提塔流动连通。
反应器可设置有挡板或模块化格栅内部构件。这提供了催化剂与烃进料分子的密切接触，有助于气泡破裂并避免由于催化剂或进料的聚结、沟流或旁通而引起的气泡生长。
通常，使用设备空气将用于保持催化剂活性的新鲜催化剂补充物引入到再生器床中。相反，建议使用蒸汽或氮气作为输送介质，将期望的高浓度催化剂/添加剂直接注入第二反应器床。这有助于逐渐增加浓度和有利的选择性。
本文描述的反应器配置提供了足够的灵活性和操作窗口以调节操作条件，诸如重时空速(WHSV)、催化剂和烃蒸气停留时间、反应温度、催化剂/油比等。例如，在一些实施方案中，通过调节来自再生器的催化剂流量来控制第二反应器顶部/床温，这间接地控制了催化剂/油比。而反应器床位可以通过操控从反应器至再生器的废催化剂流量来控制，这控制了WHSV和催化剂停留时间。
虽然本公开包括有限数量的实施方案，但受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计不脱离本公开的范围的其他实施方案。因此，其范围应仅受所附权利要求的限制。
Claims (13)
1.一种用于加工烃类的系统，包括：
提升管反应器，其被配置为使第一颗粒和第二颗粒的混合物与烃原料接触以转化所述烃原料的至少一部分并回收包括混合烃类以及所述第一颗粒和第二颗粒的所述混合物的提升管反应器流出物，其中所述第一颗粒具有比所述第二颗粒更小的平均粒度和/或更低的密度，并且其中所述第一颗粒和第二颗粒可独立地为催化的或非催化的颗粒；
反应器，其被配置为使包括所述第一颗粒和所述第二颗粒的混合物与第二烃原料接触以转化所述第二烃原料的至少一部分，其中所述反应器与以下管线流体连接：
用于从所述反应器中回收包括所述第一颗粒、所述第二颗粒的第一部分和烃类的反应器流出物的塔顶产物管线；
用于从所述反应器中回收包括所述第二颗粒的第二部分的第二物流的塔底产物管线；
颗粒分离器，其被配置为从所述反应器流出物中分离第二颗粒，并产生包括所述烃类和所述第一颗粒的烃流出物和包括分离出的第二颗粒的第二物流；
用于将来自所述颗粒分离器的所述分离出的第二颗粒返回至所述反应器的进料管线；
分离系统，其被配置为接收所述烃流出物和所述提升管反应器流出物，并进行以下分离：(i)将所述烃流出物中的所述第一颗粒与所述烃类分离，以及(ii)将所述提升管反应器流出物中的所述第一颗粒和第二颗粒的混合物与所述混合烃类分离，产生(a)组合的烃流出物流和(b)第一颗粒和第二颗粒的混合物；
用于再生在所述分离系统中回收的所述第一颗粒和第二颗粒的混合物的再生器；
颗粒冷却器，其被配置为使热交换介质交替地、间歇地或同时地与(i)来自所述催化剂再生器的包括第一颗粒和第二颗粒的混合物的热再生颗粒和(ii)通过所述塔底产物管线回收的第二催化剂颗粒之间进行热交换；
用于从所述颗粒冷却器回收经冷却的颗粒并将所述经冷却的颗粒进给至所述再生器的流动管线。
2.根据权利要求1所述的系统，进一步包括：
用于从所述分离出的颗粒中汽提附加的烃类并将经汽提的颗粒进给至所述再生器的在所述分离系统和所述再生器中间的汽提塔。
3.根据权利要求1所述的系统，进一步包括：
用于将从所述分离系统回收的所述组合的烃流出物流分离成包括石脑油馏分的两种或更多种烃馏分的第二分离系统；和
用于将所述石脑油馏分作为所述烃原料进给至所述反应器的进料管线。
4.根据权利要求1所述的系统，进一步包括：
用于将新鲜的第二催化剂进给至所述反应器的第一进料管线；
用于将新鲜的第一催化剂进给至所述再生器的第二进料管线。
5.根据权利要求1所述的系统，进一步包括流量控制系统和相关联的阀，其被配置为选择性地引导以下流动：(a)将来自所述再生器的第一颗粒和第二颗粒流动至所述颗粒冷却器，(b)将来自所述再生器的第一颗粒和第二颗粒流动至所述反应器，和/或(c)将来自所述反应器的第二颗粒流动至所述颗粒冷却器。
6.一种用于转化烃类的方法，包括：
将烃原料以及第一颗粒和第二颗粒的混合物进给至提升管反应器，其中所述第一颗粒具有比所述第二颗粒更小的平均粒度和/或更低的密度，并且其中所述第一颗粒和第二颗粒可独立地为催化的或非催化的颗粒；
使所述第一颗粒和第二颗粒的混合物与第二烃原料接触以裂化所述烃原料并形成包括烃类以及第一颗粒和第二颗粒的混合物的提升管反应器流出物；
将所述提升管反应器流出物进给至分离器以将所述第一颗粒和第二颗粒与所述烃类分离；
从所述分离器中回收烃产物；
将分离出的第一颗粒和第二颗粒进给至再生器；
在所述再生器中再生所述第一颗粒和第二颗粒；
在第一时间段期间：
将来自所述再生器的再生的第一颗粒和第二颗粒进给至反应器；
将烃原料进给至所述反应器并使所述烃原料与所述再生的第一颗粒和第二颗粒接触；
从所述反应器回收塔顶产物，所述塔顶产物包括经转化的烃流出物、所述第二颗粒的至少一部分和所述第一颗粒；
从所述塔顶产物中分离所述第二颗粒以提供包括所述第一颗粒和所述经转化的烃流出物的第一物流和包括分离出的第二颗粒的第二物流；
将所述第一物流进给至所述分离器；以及
将所述第二物流中的所述分离出的第二颗粒返回至所述反应器；以及
在第二时间段期间：
将来自所述再生器的再生的第一颗粒和第二颗粒进给至颗粒冷却器；
在所述颗粒冷却器中，在热交换介质与所述再生的第一颗粒和第二颗粒之间进行热交换；
从所述颗粒冷却器中回收经冷却的颗粒并将所述经冷却的颗粒进给至所述再生器。
7.根据权利要求6所述的方法，进一步包括从所述反应器中回收包括第二颗粒的塔底产物。
8.根据权利要求7所述的方法，进一步包括从所述反应器中的所述第二颗粒中汽提附加的烃类并将经汽提的颗粒进给至所述再生器。
9.根据权利要求6所述的方法，进一步包括：
将新鲜的第二颗粒进给至所述反应器；
将新鲜的第一颗粒进给至所述再生器。
10.根据权利要求6所述的方法，进一步包括：
将所述烃产物分离成包括石脑油馏分的两种或更多种烃馏分；以及
将所述石脑油馏分作为所述烃原料进给至所述反应器。
11.根据权利要求6所述的方法，进一步包括，在第三时间段期间：
将来自所述反应器的第二颗粒进给至所述颗粒冷却器；以及
从所述颗粒冷却器中回收第二颗粒。
12.根据权利要求11所述的方法，进一步包括将回收的第二颗粒进给至所述再生器。
13.根据权利要求6所述的方法，进一步包括，在第三时间段期间：
将来自所述再生器的再生的第一颗粒和第二颗粒进给至所述反应器和所述颗粒冷却器两者，并且同时进行以下操作：
如同在所述第一时间段一样操作所述反应器；以及
如同在所述第二时间段一样操作所述颗粒冷却器。
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