CN116194554A - 利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的方法 - Google Patents

利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN116194554A
CN116194554A CN202180054026.2A CN202180054026A CN116194554A CN 116194554 A CN116194554 A CN 116194554A CN 202180054026 A CN202180054026 A CN 202180054026A CN 116194554 A CN116194554 A CN 116194554A
Authority
CN
China
Prior art keywords
stream
catalyst
boiling fraction
reaction product
cracking
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
CN202180054026.2A
Other languages
English (en)
Inventor
穆塞德·塞伦·阿尔-加拉米
亚伦·希·阿卡
阿贝德纳·布兰纳
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.)
Saudi Arabian Oil Co
Original Assignee
Saudi Arabian Oil Co
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 Saudi Arabian Oil Co filed Critical Saudi Arabian Oil Co
Publication of CN116194554A publication Critical patent/CN116194554A/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
    • 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
    • C10G11/20—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils by direct contact with inert heated gases or vapours
    • 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
    • C10G11/182—Regeneration
    • 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
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • C10G51/02—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural serial stages only
    • C10G51/026—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural serial stages only only catalytic cracking steps
    • 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
    • C10G51/00—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only
    • C10G51/06—Treatment of hydrocarbon oils, in the absence of hydrogen, by two or more cracking processes only plural parallel stages only
    • 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
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1033—Oil well production fluids
    • 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
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/202—Heteroatoms content, i.e. S, N, O, P
    • 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
    • C10G2300/20—Characteristics of the feedstock or the products
    • C10G2300/201—Impurities
    • C10G2300/205—Metal content
    • 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
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4006—Temperature
    • 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
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • 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
    • C10G2300/80—Additives
    • C10G2300/805—Water
    • C10G2300/807—Steam
    • 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
    • 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
    • C10G2400/22—Higher olefins

Landscapes

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

Abstract

根据一个或多个实施方案，目前公开了从烃材料生产石化产品的方法。该方法可包括将烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分，在第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；在水含量小于0.1摩尔％的环境中以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；以及从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。

Description

利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的 方法
相关申请的交叉引用
本申请要求于2020年9月1日提交的美国申请17/009,020的优先权，该申请名称为“利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的方法”其全部内容通过引用的方式并入本文中。
技术领域
本公开的实施方案通常涉及化学加工，更具体地，涉及利用流化催化裂化来形成烯烃的方法和系统。
背景技术
乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯和芳烃化合物如苯、甲苯和二甲苯是大部分石化工业的基本中间体。它们通常是通过石油气和馏分油如石脑油、煤油或甚至瓦斯油的热裂化(或蒸汽热解)获得的。这些化合物也是通过炼油厂流化催化裂化(FCC)方法生产的，在所述方法中，传统的重质原料如瓦斯油或渣油被转化。典型的FCC原料的范围是从加氢裂化塔底产物到重质进料馏分，如真空瓦斯油和常压渣油；然而，这些原料是有限的。丙烯生产的第二个最重要的来源是目前来自FCC单元的精炼丙烯。随着需求的不断增长，FCC单元所有者越来越多地将目光投向石化产品市场，通过利用丙烯市场出现的经济机会来增加收入。
世界范围内对轻质烯烃日益增长的需求仍然是许多综合炼油厂面临的主要挑战。特别是，一些有价值的轻质烯烃如乙烯、丙烯和丁烯的生产已经引起了越来越多的关注，因为纯烯烃流被认为是聚合物合成的组成部分。轻质烯烃的生产取决于几个方法变量，如进料类型、操作条件和催化剂类型。
发明内容
尽管有生产更高产率的丙烯和其他轻质烯烃的选择，但该领域的密集研究活动仍在进行。这些选择包括使用高苛刻度流化催化裂化(“HSFCC”)系统，为所述方法开发更具选择性的催化剂，以及增强所述方法的配置以有利于更有利的反应条件和产率。HSFCC方法能够生产比传统流化催化裂化单元高四倍的产率的丙烯，并且对于一系列石油流具有更高的转化水平。本公开的实施方案涉及用于从烃材料如原油生产一种或多种石化产品的HSFCC系统和方法。具体而言，实施例针对HSFCC系统和方法，其中包括将废催化剂回收至裂化反应区。
一些HSFCC系统可能侧重于用于催化裂化的催化剂上，以提高来自烃进料的丙烯和其他轻质烯烃的产率，而不是蒸汽注入。目前描述的用于生产石化产品的方法，其可包括将蒸汽注入重质下行管，可对烃材料转化为轻质烯烃(例如乙烯和丙烯)和运输燃料具有很大影响。运输燃料可包括但不限于汽油、柴油、喷气燃料、残余燃料油或丙烷等馏分燃料。这可能使炼油厂能够应对日益增长的石化产品需求，如轻质烯烃和运输燃料。特别地，在目前公开的一个或多个实施方案中，进入重质FCC反应器的流中存在的蒸汽可促进向轻质烯烃和运输燃料的转化，这些燃料可以大量提供，如原料原油。通过注入蒸汽降低原油的分压，可以提高原油转化为轻烯烃和运输燃料的催化活性，并可以减少催化剂上的结焦，从而提高轻烯烃和运输燃料的产率。虽然重油是一种价值相对较低的产品，但在催化裂化中掺入蒸汽可能会在较重的运输燃料上产生一些轻质烯烃和高价值产品，如具有高辛烷值的汽油。
根据一个或多个实施方案，石油化工产品可以通过一种从烃材料生产石化产品的方法生产，该方法可以包括将所述烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分，将蒸汽在所述较高沸点馏分裂化的上游与所述较高沸点馏分组合，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1，从而降低所述较高沸点馏分的分压；在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；在水含量小于0.1摩尔％的环境中，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；和从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。
根据一个或多个附加实施方案，石油化工产品可以通过一种从烃进料流生产石化产品的方法生产，该方法可以包括将所述烃进料流引入进料分离器；在所述进料分离器中将所述烃进料流分离成至少较低沸点馏分流和较高沸点馏分流；将蒸汽在所述较高沸点馏分流裂化的上游与所述较高沸点馏分流组合，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1.0，从而降低所述较高沸点馏分流的分压；将所述较高沸点馏分流输送至第一FCC单元；将所述较低沸点馏分流输送至第二FCC单元；在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，在所述第一FCC单元中裂化所述较高沸点馏分流的至少一部分，以产生第一裂化反应产物流；在水含量小于0.1摩尔％的环境中，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，在所述第二FCC单元中裂化所述较低沸点馏分流的至少一部分，以产生第二裂化反应产物流；和从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离所述石化产品流。
本发明的实施例的额外的特征和优点将在下面的具体实施方式中予以阐述，并且部分地从那些描述中对本领域技术人员而言将变得显而易见，或者通过实践所描述的实施例(包括下面的具体实施方式、权利要求书以及附图)而被认识。
附图说明
结合以下附图，可以最好地理解本公开的具体实施方案的以下具体实施方式，其中相同的结构用相同的附图标记表示，并且其中：
图1以图解方式示出了根据本公开中描述的一个或多个实施方案，用于生产一种或多种石化产品的各种烃进料流的相对性质；
图2是根据本公开中描述的一个或多个实施方案的烃进料转化系统的概括示意图；
图3示出了根据本公开中描述的一个或多个实施方案，图2的烃进料转化系统的至少一部分的示意图；和
图4是根据本公开中描述的一个或多个实施方案的固定床反应系统的概括示意图。
为了示出相关附图的简化示意和概述的目的，不包括可以采用的并且为某些化学加工操作领域的普通技术人员所熟知的许多阀门、温度传感器、电子控制器等。此外，没有示出通常包括在典型化学加工操作中的伴随组件，例如空气供应、催化剂储料器储料器和烟道气处理系统。加氢裂化单元中的伴随组件，例如排放物流、废催化剂排放子系统和催化剂替换子系统也未示出。应当理解，这些组件涵盖在在公开的实施方案的精神和范围内。然而，诸如本公开中描述的那些操作组件可以被加入到本公开中描述的实施方案中。
还应注意，附图中的箭头指的是工艺流。然而，箭头可以等效地指代可以用于在两个或更多个系统组件之间传输工艺流的传输管线。此外，连接到系统组件的箭头定义了每个给定系统组件中的入口或出口。箭头方向通常对应于由箭头表示的物理传输管线内包含的流的材料的主要运动方向。此外，不连接两个或更多个系统组件的箭头表示离开所示系统的产物流或进入所示系统的系统入口流。产物流可以在伴随的化学加工系统中进一步加工，或者可以作为最终产品商业化。系统入口流可以是从伴随的化学加工系统传输的流，或者可以是未加工的原料物流。一些箭头可以代表再循环流，其是循环回到系统的系统组件的流出物流。然而，应当理解，在一些实施方案中，任何所代表的再循环流可以被相同材料的系统入口流所替代，并且再循环流的一部分可以作为系统产物离开系统。
另外，附图中的箭头可以示意性地描绘将流从一个系统组件传输到另一个系统组件的过程步骤。例如，从一个系统组件指向另一个系统组件的箭头可以表示将系统组件流出物“传递”到另一个系统组件，这可以包括从一个系统组件“退出”或“移除”的工艺流的内容物，以及将所述产物流的内容物“引入”到另一个系统组件。
应当理解，根据相关附图中呈现的实施方案，两个系统组件之间的箭头可以表示流没有在两个系统组件之间被加工。在其他实施方案中，箭头所示的流在其在两个系统组件之间的整个传输过程中可以具有基本相同的组成。此外，应当理解，在一个或多个实施方案中，箭头可以表示至少75重量％、至少90重量％、至少95重量％、至少99重量％、至少99.9重量％、或甚至100重量％的流在系统组件之间传输。因此，在一些实施方案中，例如如果存在侧流，则可以在系统组件之间传输少于所有由箭头表示的物流。
应当理解，当两条或更多条线在相关附图的示意性流程图中相交时，两个或更多个工艺流是“混合的”或“组合的”。混合或组合还可以包括通过将两个流直接引入类似的反应器、分离装置或其他系统组件来混合。例如，应当理解，当两个流被描述为在进入分离单元或反应器之前直接组合时，在一些实施方案中，流可以等效地引入分离单元或反应器并在反应器中混合。
现在将更详细地提及各种实施方案，其中一些实施方案在附图中进行了说明。只要有可能，在整个附图中将使用相同的附图标记来指代相同或相似的部件。
具体实施方式
本公开的实施方案涉及使用高苛刻度流化催化裂化(HSFCC)系统将一种或多种烃进料流转化为一种或多种石化产品的系统和方法，所述高苛刻度流化催化裂化(HSFCC)系统包括在高苛刻度条件下操作的两个下流式流化催化裂化(FCC)单元。例如，从具有第一催化裂化单元(FCC)和第二催化裂化(FCC)单元的烃材料生产石化产品的过程可包括将所述烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分。所述方法还可包括将蒸汽在所述较高沸点馏分裂化的上游与所述较高沸点馏分组合，，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1，从而降低所述较高沸点馏分的分压；在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；该方法还包括在水含量小于0.1摩尔％的环境中，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；该方法还包括从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。
如在本公开中使用的，“反应器”是指容器，其中任选地在一种或多种催化剂存在下，一种或多种反应物之间可以发生一种或多种化学反应。例如，反应器可以包括被配置作为间歇式反应器、连续搅拌罐反应器(CSTR)或活塞流反应器操作的罐或管式反应器。示例性反应器包括填充床反应器，例如固定床反应器和流化床反应器。一个或多个“反应区”可以设置在反应器中。如在本公开中所使用的，“反应区”是指在反应器中发生特定反应的区域。例如，具有多个催化剂床的填充床反应器可以具有多个反应区，其中各反应区由各催化剂床的面积限定。
如在本公开中所使用的，“分离单元”是指至少部分地将在工艺流中混合的一种或多种化学品彼此分离的任何分离装置。例如，分离单元可以选择性地将不同的化学物质、相或规定尺寸的材料彼此分离，形成一种或多种化学馏分。分离单元的实例包括但不限于蒸馏塔、闪蒸鼓、分离鼓、分离罐、离心机、旋风分离器、过滤装置、捕集器、洗涤器、膨胀装置、膜、溶剂提取装置等。应当理解，本公开中描述的分离方法可能不会将一种化学成分的全部与另一种化学成分的全部完全分离。应当理解，本公开中描述的分离方法“至少部分地”将不同的化学成分彼此分离，并且即使没有明确说明，也应当理解分离可能仅包括部分分离。如在本公开中所使用的，一种或多种化学成分可从工艺流中“分离”以形成新的工艺流。通常，工艺流可以进入分离单元并被分成或分离成两个或更多个所需组成的工艺流。此外，在一些分离工艺中，“较低沸点馏分”(有时称为“轻馏分”)和“较高沸点馏分”(有时称为“重馏分”)可以离开分离单元，其中，平均而言，较低沸点馏分流的内容物的沸点比较高沸点馏分流更低。其他流可能落在较低沸点馏分和较高沸点馏分之间，例如“中间沸点馏分”。
如在本公开中所使用的，术语“高苛刻度条件”通常指500℃或更高的FCC温度、等于或大于5:1的催化剂与烃的重量比(催化剂与油的比率)以及小于3秒的停留时间，所有这些都可能比典型的FCC反应条件更严格。
应当理解，“流出物”通常是指在特定反应或分离之后离开系统组件如分离单元、反应器或反应区的流，并且通常具有与进入分离单元、反应器或反应区的流不同的组成(至少按比例)。
如在本公开中使用的，“催化剂”是指增加特定化学反应速率的任何物质。本公开中描述的催化剂可用于促进各种反应，例如但不限于裂化(包括芳烃裂化)、脱金属、脱硫和脱氮。如在本公开中所使用的，“裂化”通常是指其中碳-碳键断裂的化学反应。例如，具有碳-碳键的分子通过一个或多个碳-碳键的断裂而断裂成一个以上的分子，或者从包含环烷烃、环烷烃、萘、芳烃等环状部分的化合物转化成不包含环状部分或包含比裂化前更少的环状部分的化合物。
如在本公开中使用的，术语“第一催化剂”是指引入到第一裂化反应区的催化剂，例如从第一催化剂/进料混合区被输送到第一裂化反应区的催化剂。第一催化剂可包括再生催化剂、废第一催化剂、废第二催化剂、新鲜催化剂或它们的组合中的至少一种。如在本公开中使用的，术语“第二催化剂”是指引入到第二裂化反应区的催化剂，例如从第二催化剂/进料混合区被输送到第二裂化反应区的催化剂。第二催化剂可包括再生催化剂、废第一催化剂、废第二催化剂、新鲜催化剂或它们的组合中的至少一种。
如在本公开中使用的，术语“废催化剂”是指已经被引入并通过裂化反应区以裂化烃材料(例如较高沸点馏分或较低沸点馏分)，但是在引入裂化反应区之后还没有在再生器中再生的催化剂。“废催化剂”可以具有沉积在催化剂上的焦炭，并且可以包括部分焦化的催化剂以及完全焦化的催化剂。沉积在“废催化剂”上的焦炭量可以大于再生后残留在再生催化剂上的焦炭量。
如在本公开中所使用的，术语“再生催化剂”是指已经被引入裂化反应区，然后在再生器中再生以将催化剂加热到更高温度、氧化并从催化剂中除去至少一部分焦炭以恢复催化剂的至少一部分催化活性的催化剂，或者两者兼而有之。与废催化剂相比，“再生催化剂”可以具有更少的焦炭、更高的温度或两者兼而有之，并且与废催化剂相比可以具有更大的催化活性。与未通过裂化反应区和再生器的新鲜催化剂相比，“再生催化剂”可能具有更多的焦炭和更低的催化活性。
还应当理解，流可以根据流的组分命名，并且流命名的组分可以是流的主要组分(例如包含50重量％(wt.％)、70重量％、90重量％、95重量％、99重量％、99.5重量％、或甚至99.9重量％的流内容物至100重量％的流内容物)。还应该理解，当包含所述组分的流被公开为从一个系统组件传递到另一个系统组件时，流的组分被公开为从所述系统组件传递到另一个系统组件。例如，所公开的从第一系统组件流向第二系统组件的“丙烯流”应理解为等效地公开了从第一系统组件流向第二系统组件的“丙烯”，等等。
烃进料流通常可包含烃材料。在实施方案中，烃进料流的烃材料可以是原油。如在本公开中使用的，术语“原油”应理解为指石油液体、气体、固体或它们的组合的混合物，在一些实施方案中包括未经历显著分离或反应过程的杂质，例如含硫化合物、含氮化合物和金属化合物。原油不同于原油馏分。在某些实施方案中，原油原料可以是经最低限度处理的轻质原油，以提供总金属(Ni+V)含量小于百万分之五重量份(ppmw)和康氏残炭(Conradsoncarbon residue)小于5重量％的原油原料。
虽然本说明书和实施例可以指定原油作为烃进料流102的烃材料，但应该理解，分别就图2-3的实施方案描述的烃进料转化系统可适用于转化各种烃材料，这些材料可能存在于烃进料流102中，包括但不限于原油、减压渣油、焦油砂、沥青、常压渣油、减压瓦斯油、脱金属油、石脑油流、其他烃流，或这些材料的组合。烃进料流102可包括一种或多种非烃组分，例如一种或多种重金属、硫化合物、氮化合物、无机组分或其他非烃化合物。如果烃进料流102是原油，则其可具有22度至40度的美国石油协会(API)比重。例如，所使用的烃进料流102可以是阿拉伯重质原油(API比重约28°)、阿拉伯中质原油(API比重约30°)、阿拉伯轻质原油(API比重约33°)或阿拉伯超轻质原油(API比重约39°)。随后在表1中提供了一种特定示范等级的阿拉伯重质原油的示例性质。应当理解，如在本公开中所使用的，“烃进料”可以指之前没有被处理、分离或以其他方式精炼的烃材料(例如原油)，或者可以指在烃进料流102中的被引入烃进料转化系统之前已经经历了某种程度的加工(例如处理、分离、反应、纯化或其他操作)的烃材料。
表1：阿拉伯重质出口原料的实例
Figure GDA0004178962690000071
Figure GDA0004178962690000081
一般而言，烃进料流102的内容物可包括基于沸点的相对广泛种类的化学物质。例如，烃进料流102的组成可使得烃进料流102的5重量％沸点和95重量％沸点之间的差为至少100℃、至少200℃、至少300℃、至少400℃、至少500℃或甚至至少600℃。
参考图1，在常规FCC方法中要转化的各种烃进料流通常需要满足金属含量和康氏残炭(CCR)或兰氏碳(Ramsbottom carbon)含量方面的某些标准。进料的CCR是对进料蒸发和热解后残留的含碳物质的测量。进料流中更大的金属含量和CCR可导致催化剂更快的失活。对于更高水平的CCR，在再生步骤中可能需要更多的能量来再生催化剂。例如，某些烃原料，如残余油，除了催化裂化反应期间形成的焦炭之外，还含有难裂化并促进焦炭形成的难分解组分，如多环芳烃。由于这些特定烃进料的CCR水平较高，因此再生器上的燃烧负荷增加，以从废催化剂中除去焦炭和残渣，从而将废催化剂转化为再生催化剂。这需要改良再生器，使其能够承受增加的燃烧负荷而不经历材料故障。此外，进入FCC的某些烃进料可能含有大量金属，例如镍、钒或其他金属，其可在裂化反应过程中迅速使催化剂失活。
一般而言，烃进料转化系统包括两个FCC单元，在每个单元中，烃进料流102的一部分在保持在高苛刻度温度和压力下的裂化反应区中接触加热的流化催化颗粒。当烃进料流102的一部分接触热的催化剂并裂化成较轻的产物时，在催化剂上形成通常称为焦炭的含碳沉积物。在催化剂上形成的焦炭沉积物可降低催化剂的催化活性或使催化剂失活。催化剂失活可能导致催化剂变得催化无效。具有焦炭沉积物的废催化剂可以从裂化反应产物中分离，除去可移除的烃，并被输送到再生过程，其中焦炭在空气存在下从催化剂中燃烧，以产生催化有效的再生催化剂。术语“催化有效”是指再生催化剂提高裂化反应速率的能力。术语“催化活性”是指再生催化剂提高裂化反应速率的程度，并且可能与催化剂上可获得的许多催化活性位点有关。例如，催化剂上的焦炭沉积物可能覆盖或阻塞废催化剂上的催化活性位点，从而减少可用的催化活性位点的数量，这可能降低催化剂的催化活性。再生后，基于再生催化剂的总重量，再生催化剂可以具有等于或小于10重量％、5重量％、或甚至1重量％的焦炭。燃烧产物可作为烟道气流从再生过程中去除。然后，加热的再生催化剂可再循环回到FCC单元的裂化反应区。
现在参考图2和图3，示意性地描绘了烃进料转化系统。烃进料转化系统可以是高苛刻度流化催化裂化(HSFCC)系统。烃进料转化系统通常接收烃进料流102并直接处理烃进料流102以产生一种或多种系统产物流110。烃进料转化系统可包括进料分离器104、第一FCC单元120、第二FCC单元140和再生器160。
烃进料流102可被引入进料分离器104，进料分离器104可将烃进料流102的内容物至少分离成较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108。在一个或多个实施方案中，至少90重量％、至少95重量％、至少99重量％、或甚至至少99.9重量％的烃进料流可以存在于较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108的组合中。在一个或多个实施方案中，进料分离器104可以是汽液分离器，例如闪蒸鼓(flash drum)(有时称为分解罐(breakpot)、分离鼓(knock-out drum)、分离罐(knock-out pot)、压缩机吸入鼓(compressor suction drum)或压缩机入口鼓(compressor inlet drum))。在利用汽液分离器作为进料分离器104的实施方案中，较低沸点馏分流108可作为蒸汽离开进料分离器104，而较高沸点馏分流106可作为液体离开进料分离器104。汽液分离器可在适于将烃进料流102分离成较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108的温度下操作。汽液分离器的分馏温度或“分馏点”(即，分离较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108的近似大气沸点温度)可以是180摄氏度(℃)至400℃。因此，较低沸点馏分流的所有组分的沸点(在大气压下)可小于或等于400℃，小于或等于350℃、小于或等于300℃、小于或等于250℃、或小于或等于200℃、或甚至小于或等于180℃，并且较高沸点馏分流的所有组分的沸点(在大气压下)可以为至少180℃、至少200℃、至少250℃、至少300℃、或至少350℃、或甚至至少400℃。较高沸点馏分流106也可以具有等于或大于3重量％的微碳残留物(MCR)。较高沸点馏分流106可以具有等于或大于0.88的比重。
在一个或多个实施方案中，分馏点可以是大约350℃。在这样的实施方案中，如果阿拉伯超轻质原油用作原料，则350℃+馏分可以包括98.7重量％油浆、0.8重量％轻循环油和0.5重量％石脑油。在这样的实施方案中，350℃-馏分可以包括57.5重量％石脑油，38.9重量％轻循环油和3.7重量％油浆。
在一个或多个实施方案中，进料分离器104可以是闪蒸塔，其可以将烃进料流102分离成较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108。闪蒸塔可在闪蒸温度下操作，其产生具有小于10重量％康氏炭和小于百万分之十重量份(ppmw)总金属的较高沸点馏分流106。在实施方案中，闪蒸塔可以在180℃至400℃的温度下操作(如果在大气压下操作)，或者在基于闪蒸塔中的压力的其他温度下操作。或者，在其他实施方案中，进料分离器104可包括蒸馏装置或气旋汽液分离装置中的至少一种。
在将烃进料流102引入进料分离器104之前，可以向烃进料流102中加入一种或多种补充进料流(未示出)。如前所述，在一个或多个实施方案中，烃进料流102可以是原油。在一个或多个实施方案中，烃进料流102可以是原油，并且可以在进料分离器104的上游向原油中加入一种或多种补充进料流，所述补充进料流包括减压渣油、焦油砂、沥青、常压渣油、真空瓦斯油、脱金属油、石脑油流、其他烃流或这些材料的组合中的一种或多种。
尽管本公开的一些实施方案集中于转化作为原油的烃进料流102，但烃进料流102可替代地包括从一个或多个原油精炼操作输出的多个精炼烃流。例如，所述多个精炼烃流可包括减压渣油、常压渣油或真空瓦斯油。在一些实施方案中，多个精炼烃流可以组合成烃进料流102。在这些实施方案中，烃进料流102可引入到进料分离器104并分离成较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108。或者，在一些实施方案中，可以将多个精炼烃流直接引入第一FCC单元120、第二FCC单元140或两者。例如，一种或多种重质精炼烃流，例如减压渣油、常压渣油或真空瓦斯油，可作为较高沸点馏分流106直接引入第一FCC单元120，而其他轻质精炼烃流，例如石脑油流，可作为较低沸点馏分流108直接引入第二FCC单元140。
蒸汽127可被引入烃进料转化系统100。蒸汽129可被引入较高沸点馏分流106。
蒸汽129可在较高沸点馏分流106裂化的上游与较高沸点馏分流106组合。蒸汽129可用作稀释剂以降低较高沸点馏分流106中烃的分压。蒸汽129和流106的组合混合物的蒸汽:油质量比可以至少0.5。在其他实施方案中，蒸汽:油比的油是指流中的所有烃，蒸汽:油比的蒸汽是指蒸汽中的所有H2O。在附加实施方案中，蒸汽:油比可为0.5至0.55、0.55至0.6、0.6至0.65、0.65至0.7、0.7至0.75、0.75至0.8、0.8至0.85、0.85至0.90、0.9至0.95或这些范围的任何组合。
蒸汽129可用于降低烃分压的目的，这可具有增加轻质烯烃(例如乙烯、丙烯和丁烯)的产率以及减少焦炭形成的双重效果。像丙烯和丁烯这样的轻质烯烃主要是按照碳离子机理从催化裂化反应中产生的，由于这些是中间产物，因此它们可以经历二次反应，如氢转移和芳构化(导致焦炭形成)。蒸汽129可以通过抑制这些二次双分子反应来增加轻质烯烃的产率，并降低有利于对轻质烯烃的选择性的反应物和产物的浓度。蒸汽129还可以抑制导致催化剂表面上焦炭形成的二次反应，这有利于催化剂保持高平均活化。这些因素可能表明，较大的蒸汽与油的重量比有利于轻质烯烃的生产。然而，在实际的工业操作过程中，由于增加蒸汽129的量将导致整体能耗的增加、单元设备的处理能力的降低以及产品的后续冷凝和分离的不便，因此蒸汽与油的重量比可能不会无限地提高。因此，最佳的蒸汽:油比可以是其他操作参数的函数。
在一些实施方案中，蒸汽129也可用于预热较高沸点馏分流106。在较高沸点馏分流106进入第一催化裂化单元120之前，较高沸点馏分流106的温度可通过与蒸汽129混合而升高。然而，应该理解，混合蒸汽和油流的温度可以小于或等于250℃。高于250℃的温度可引起由烃进料流102的裂化引起的结垢。结垢可能导致反应器入口堵塞。反应温度(例如大于500℃)可通过使用来自再生和/或燃料燃烧器的热催化剂来实现。即，蒸汽129可能不足以将反应物流加热到反应温度，并且可能无法通过在反应器内部存在的温度(例如，大于500℃)下向混合物提供额外的加热来提高温度。通常，本文在蒸汽129中描述的蒸汽不用于提高反应器内的温度，而是用于稀释油并降低反应器内的油分压。相反，蒸汽和油的混合可能足以在低于250℃的温度下蒸发油，以避免结垢。
较高沸点馏分流106(现在包括蒸汽129)可被输送到包括第一裂化反应区122的第一FCC单元120。将较高沸点馏分流106加入到第一催化剂/进料混合区136中。较高沸点馏分流106可与第一催化剂124组合或混合并裂化以产生废第一催化剂126和第一裂化反应产物流128的混合物。较高沸点馏分流106的至少一部分可裂化以产生第一裂化反应产物流128。废第一催化剂126可与第一裂化反应产物流128分离，并输送到再生器160的再生区162。
较低沸点馏分流108可被输送到包括第二裂化反应区142的第二FCC单元140。可将较低沸点馏分流108加入到第二催化剂/进料混合区156中。较低沸点馏分流108可与第二催化剂144混合并裂化以产生废第二催化剂146和第二裂化反应产物流148。不得将蒸汽127添加到较低沸点馏分流108中。较低沸点馏分流108的至少一部分可在蒸汽125存在下裂化以产生第二裂化反应产物流148。换句话说，在水含量小于0.1摩尔％的水的环境下，第二FCC单元140可裂化较低沸点馏分流108。废第二催化剂146可从第二裂化反应产物流148中分离并输送到再生器160的再生区162。废第一催化剂126和废第二催化剂146可在再生器160的再生区162中组合和再生，以产生再生催化剂116。再生催化剂116的催化活性可至少大于废第一催化剂126和废第二催化剂146的催化活性。然后，再生催化剂116可被送回第一裂化反应区122和第二裂化反应区142。第一裂化反应区122和第二裂化反应区142可以并行操作。
应当理解，在一些实施方案中，第一催化剂124的组成不同于第二催化剂144，并且第一催化剂124和第二催化剂144可以在单独的再生单元中再生。也就是说，在一些实施方案中，可以使用两个再生单元。在其他实施方案中，例如其中第一催化剂124和第二催化剂144的组成相同，第一催化剂124和第二催化剂144可以在公共再生区162中再生，如图3所示。
第一裂化反应产物流128和第二裂化反应产物流148各自可包括裂化烃材料的混合物，其可进一步分离成一种或多种更高价值的石化产品并在一种或多种系统产物流110中从系统中回收。例如，第一裂化反应产物流128、第二裂化反应产物流148或两者可包括石化产品。所述石化产品可以是乙烯、丙烯、丁烯、戊烯或运输燃料中的至少一种。例如，第一裂化反应产物流128、第二裂化反应产物流148，或两者均可包括裂化瓦斯油、裂化汽油、裂化石脑油、混合丁烯、丁二烯、丙烯、乙烯、其他烯烃、乙烷、甲烷、运输燃料、其他石化产品或它们的组合中的一种或多种。在一些实施方案中，至少40重量％的所述的第一裂化反应产物流128、所述第二裂化反应产物流148或两者的组合包括乙烯、丙烯、丁烯、戊烯、运输燃料或它们的组合。例如，至少41重量％，至少42重量％，至少43重量％，至少44重量％，或至少50重量％的所述的第一裂化反应产物流128、所述第二裂化反应产物流148或两者的组合可以包括乙烯、丙烯、丁烯、戊烯、运输燃料或它们的组合。
裂化汽油可以进一步加工以获得芳烃，例如苯、甲苯、二甲苯或其他芳烃。烃进料转化系统可包括产物分离器112。可以将第一裂化反应产物流128、第二裂化反应产物流148或第一裂化反应产物流128和第二裂化反应产物流148两者引入产物分离器112，以将这些物流分离成多个系统产物流110(由单个箭头表示，但可能包括两个或更多个物流)、循环油流111或系统产物流110和循环油流111两者。在一些实施方案中，第一裂化反应产物流128和第二裂化反应产物流148可组合成组合的裂化反应产物流114。组合的裂化反应产物流114可引入产物分离器112中。参考图2和图3，产物分离器112可流体连接到第一分离区130、第二分离区150或第一分离区130和第二分离区150两者。在实施方案中，第一汽提产物流134和第二汽提产物流154可组合形成混合的汽提产物流171。可将混合的汽提产物流171组合成包含蒸汽的蒸汽127。
参考图2，产物分离器112可以是蒸馏塔或分离装置的集合，其将第一裂化反应产物流128、第二裂化反应产物流148或组合的裂化反应产物流114分离成一种或多种系统产物流110，所述系统产物流110可以包括一种或多种燃料油流、汽油流、混合丁烯流、丁二烯流、丙烯流、乙烯流、乙烷流、甲烷流、轻循环油流(LCO，216-343℃)、重循环油流(HCO，>343℃)、运输燃料流、其他产物流或它们的组合。每种系统产物流110可以被输送到一个或多个额外的单元操作以进行进一步加工，或者可以作为原材料出售。在实施方案中，第一裂化反应产物流128和第二裂化反应产物流148可分别引入产物分离器112。如本公开中所使用的，一种或多种系统产物流110可被称为石化产品，其可用作下游化学加工中的中间体或包装为成品。产品分离器112也可以产生一种或多种循环油料流111，其可再循环回到第一FCC单元120和第二FCC单元140。循环油流111可分为循环油流168和循环油流166，前者可引入较低沸点馏分流108，后者可引入较高沸点馏分流106。循环油流168可在较低沸点馏分流108裂化的上游与较低沸点馏分流108组合。循环油流166可在较高沸点馏分流106裂化的上游与较高沸点馏分流106组合。循环油流111可与较低沸点馏分流108、较高沸点馏分流106、烃进料流102或其组合组合。例如，循环油流111可以在较低沸点馏分流108裂化上游与较低沸点馏分流108组合。
循环油流111可分离为循环油流168和循环油流166，前者可引入较低沸点馏分流108，后者可引入较低沸点馏分流108(如图2所示)。循环油流168在所述较低沸点馏分流108裂化的上游与较低沸点馏分流108组合。循环油流166在所述较高沸点馏分流106裂化的上游与较高沸点馏分流106组合。在另一个实施方案中，循环油流111可与烃进料流102组合。例如，循环油流111可以进入进料分离器104。一般来说，循环油流111的组成和使用的进料分离器的分馏点可以决定循环油流的回收位置。通常，循环油流111可包括组合的裂化反应产物流114的最重部分。在一个或多个实施方案中，至少99重量％的循环油流111的沸点可为至少215℃。在一些实施方案中，循环油流111可以是来自催化裂化产物蒸馏的馏分，其可以在215至371℃的范围内沸腾。在这样的实施方案中，循环油流111可以不再循环回到第一FCC单元120。在另一个实施方案中，循环油流111可以在较低沸点馏分流106的裂化上游与较高沸点馏分流106合并。在这样的实施方案中，循环油流111可以不循环回到第二FCC单元140。在另一个实施方案中，循环油流111可以分离成循环油流168和循环油流166，循环油流168可以引入较低沸点馏分流108，循环油流166可以引入较高沸点馏分流106(如图2所示)。循环油流168可以在较低沸点馏分流108裂化上游与较低沸点馏分流108组合。循环油流166可以在较高沸点馏分流106裂化上游与较高沸点馏分流106组合。在另一个实施方案中，循环油流111可与烃进料流102合并。例如，循环油流可进入进料分离器104。一般来说，循环油流111的组成和使用的进料分离器104的分馏点可以决定循环油流的回收位置。
通常，循环油流111可包括组合的裂化反应产物流114的一些最重部分。在一个或多个实施方案中，至少99重量％的循环油流111的沸点可为至少215℃。在一些实施方案中，循环油流111可以是来自催化裂化产物蒸馏的馏分，其可以在215至371℃的范围内沸腾。
在一个或多个实施方案中，循环油流111通常可以包括轻循环油(330℃)和重循环油(330+℃)。重循环油和轻循环油可以分离并传递到系统的不同部分。重循环油流166可与较高沸点馏分流106组合。
轻循环油流168可与较低沸点馏分流108相结合。将循环油流166、168分别再循环回第一FCC单元120和第二FCC单元140可在合适的反应条件下裂化循环油流166、168。FCC单元140可在合适的反应条件下裂化循环油流166、168。与仅将循环油流111再循环回到第一FCC单元120和第二FCC单元140之一相比，这可有助于使轻质烯烃和汽油的产率最大化。据信，330+℃重循环油可能会导致第二FCC单元140的操作出现问题。例如，高沸点的材料可能会在裂化器中造成污垢和/或结焦，或者裂化器可能没有优化处理这样的回收流。
现在参考图3，第一FCC单元120可包括第一催化剂/进料混合区136、第一裂化反应区122、第一分离区130和第一汽提区132。可以将较高沸点馏分流106引入到第一催化剂/进料混合区136，其中较高沸点馏分流106可以与第一催化剂124混合。在烃进料转化系统的稳态操作期间，第一催化剂124可至少包括从催化剂储料器174输送到第一催化剂/进料混合区136的再生催化剂116。在实施方案中，第一催化剂124可以是废第一催化剂126和再生催化剂116的混合物。或者，第一催化剂124可以是废第二催化剂146和再生催化剂116的混合物。催化剂储料器174可从再生器160接收再生催化剂116。在烃进料转化系统初始启动时，第一催化剂124可包括新鲜催化剂(未示出)，新鲜催化剂是尚未通过第一FCC单元120或第二FCC单元140和再生器160循环的催化剂。因为新鲜催化剂没有通过裂化反应区循环，所以新鲜催化剂的催化活性可大于再生催化剂116。在实施方案中，还可以在烃进料转化系统的操作期间将新鲜催化剂引入催化剂储料器174，使得引入第一催化剂/进料混合区136中的第一催化剂124的一部分包括新鲜催化剂。可以在操作期间周期性地将新鲜催化剂引入催化剂储料器174，以补充损失的催化剂或补偿变得失活的废催化剂，例如通过催化剂中的重金属积聚。
在一些实施方案中，在将较高沸点馏分流106引入第一催化剂/进料混合区136之前，可以将一种或多种补充进料流(未示出)与较高沸点馏分流106组合。在其他实施方案中，可以将一种或多种补充进料流直接加入到第一催化剂/进料混合区136，其中，在引入第一裂化反应区122之前，补充进料流可以与较高沸点馏分流106和第一催化剂124混合。如前所述，补充进料流可包括减压渣油、焦油砂、沥青、常压渣油、真空瓦斯油、脱金属油、石脑油流、其他烃流或这些材料的组合中的一种或多种。此外，循环油流166可以与较高沸点馏分流106组合。例如，循环油流166可以包括从产品分离器112中回收的循环油或油浆。
包含较高沸点馏分流106和第一催化剂124的混合物可从第一催化剂/进料混合区136被输送到第一裂化反应区122。可以将较高沸点馏分流106和第一催化剂124的混合物引入第一裂化反应区122的顶部。第一裂化反应区122可以是下流式反应器或“下行管”反应器，其中反应物从第一催化剂/进料混合区136垂直向下流经第一裂化反应区122到达第一分离区130。蒸汽129可以引入到较高沸点馏分流106中。较高沸点馏分流106可通过与第一裂化反应区122中的第一催化剂124接触而反应，以使较高沸点馏分流106的至少一部分至少经历裂化反应以形成至少一种裂化反应产物，所述裂化反应产物可包括至少一种前述石化产品。第一催化剂124的温度可等于或大于第一裂化反应区122的第一裂化温度T122，并且可以将热量传递到较高沸点馏分流106以促进吸热裂化反应。
应该理解的是，图3中描绘的第一FCC单元120的第一裂化反应区122是FCC单元的第一裂化反应区122的一个特定实施方案的简化示意图，并且第一裂化反应区122的其他配置可能适合纳入烃原料转化系统中。例如，在一些实施方案中，第一裂化反应区122可以是上流式裂化反应区。也可考虑其他裂化反应区配置。第一FCC单元可以是烃进料转化单元，其中在第一裂化反应区122中，流化的第一催化剂124在高苛刻度条件下接触较高沸点馏分流106。第一裂化反应区122的第一裂化温度T122可为500℃至800℃、500℃至700℃、500℃至650℃、500℃至600℃、550℃至800℃、550℃至700℃、550℃至650℃、550℃至600℃、600℃至800℃、600℃至700℃或600℃至650℃。在一个或多个实施方案中，第一裂化反应区122的第一裂化温度T122可为500℃至700℃。在一个或多个实施方案中，第一裂化反应区122的第一裂化温度T122可为550℃至630℃。
第一裂化反应区122中的第一催化剂124与较高沸点馏分流106的重量比(催化剂与烃的比率)可为5:1至40:1、5:1至35:1、5:1至30:1、5:1至25:1、5:1至15:1、5:1至10:1、10:1至40:1、10:1至35:1、10:1至30:1、10:1至25:1、10:1至15:1、15:1至40:1、15:1至35:1、15:1至30:1、15:1至25:1、25:1至40:1、25:1至35:1、25:1至30:1、或30:1至40:1。第一催化剂124和较高沸点馏分流106的混合物在第一裂化反应区122中的停留时间可为0.2秒(sec)至3秒、0.2秒至2.5秒、0.2秒至2秒、0.2秒至1.5秒、0.4秒至3秒、0.4秒至2.5秒，或0.4秒至2秒、0.4秒至1.5秒、1.5秒至3秒、1.5秒至2.5秒、1.5秒至2秒，或2秒至3秒。
在第一裂化反应区122中的裂化反应之后，来自第一裂化反应区122的流出物的内容物可包括第一催化剂124和第一裂化反应产物流128，其随后可被输送到第一分离区130。在第一分离区130中，第一催化剂124可与第一裂化反应产物流128的至少一部分分离。在一些实施方案中，第一分离区130可包括一个或多个气固分离器，例如一个或多个旋风分离器。离开第一分离区130的第一催化剂124可至少保留第一裂化反应产物流128的残余部分。
在第一分离区130之后，第一催化剂124可包括保留在第一催化剂124中的第一裂化反应产物流128的残余部分，所述第一催化剂124可被输送到第一汽提区132，在那里可从第一催化剂124汽提第一裂化反应产物流128的至少一些残余部分，并作为第一汽提产物流134回收。第一汽提产物流134可被输送到一个或一个以上的下游单元操作，或与一个或一个以上的其他流组合以进行进一步加工。可将蒸汽133引入第一汽提区132以促进从第一催化剂124汽提第一裂化反应产物流128。第一汽提产物流134可包括引入第一汽提区132的蒸汽133的至少一部分。第一汽提产物流134可以从第一汽提区132排出，并且可以通过旋风分离器(未示出)并离开汽提器容器(未示出)。根据本领域已知的方法，第一汽提产物流134可被引导至一个或多个产物回收系统，或可通过与蒸汽127组合而再循环。例如，可包含大部分蒸汽的第一汽提产物流134可与蒸汽127组合。第一汽提产物流134也可以与第二汽提产物流154组合。在另一个实施方案中，第一汽提产物流134可被分离成蒸汽和烃，且蒸汽部分可与蒸汽127组合。第一汽提产物流134也可以与一种或多种其他流，例如第一裂化反应产物流128组合。废第一催化剂126是在汽提出第一汽提产物流134之后的第一催化剂124，其可从第一汽提区132被输送到再生器160的再生区162进行再生以产生再生催化剂116。
仍然参考图3，较低沸点馏分流108可从进料分离器104被输送到第二FCC单元140(如图2所示)。第二FCC单元140可包括第二催化剂/进料混合区156、第二裂化反应区142、第二分离区150和第二汽提区152。较低沸点馏分流108可被引入第二催化剂/进料混合区156，其中较低沸点馏分流108可与第二催化剂144混合。在烃进料转化系统的稳态操作期间，第二催化剂144可至少包括从催化剂储料器174输送到第二催化剂/进料混合区156的再生催化剂116。在实施方案中，第二催化剂144可以是废第二催化剂146和再生催化剂116的混合物。或者，第二催化剂144可以是废第一催化剂126和再生催化剂116的混合物。在废第一催化剂126和废第二催化剂146再生之后，催化剂储料器174可以从再生器160接收再生催化剂116。在烃进料转化系统的初始启动时，第二催化剂144可包括新鲜催化剂(未示出)，新鲜催化剂是尚未通过第一FCC单元120或第二FCC单元140和再生器160循环的催化剂。在实施方案中，还可以在烃进料转化系统的操作期间将新鲜催化剂引入催化剂储料器174，使得引入第二催化剂/进料混合区156中的第二催化剂144的至少一部分包括新鲜催化剂。可以在操作期间周期性地将新鲜催化剂引入催化剂储料器174，以补充损失的催化剂或补偿变得永久失活的废催化剂，例如通过催化剂中的重金属积聚。
在一些实施方案中，在将较低沸点馏分流108引入第二催化剂/进料混合区156之前，可以将一种或多种补充进料流(未示出)与较低沸点馏分流108组合。在其他实施方案中，可以将一种或多种补充进料流直接加入到第二催化剂/进料混合区156，其中，在引入第二裂化反应区142之前，补充进料流包含较低沸点馏分流108和第二催化剂144的混合物可从第二催化剂/进料混合区156被输送到第二裂化反应区142。此外，循环油流166可以与较高沸点馏分流106组合。例如，循环油流166可以包括从产品分离器112中回收的循环油或油浆。可将较低沸点馏分流108和第二催化剂144的混合物引入第二裂化反应区142的顶部。第二裂化反应区142可以是下流式反应器或“下行管”反应器，其中反应物从第二催化剂/进料混合区156向下流经第二裂化反应区142到达第二分离区150。蒸汽127不被引入到较低沸点馏分流108中，可通过与第二裂化反应区142中的第二催化剂144接触而反应，以使较低沸点馏分流108的至少一部分经历至少一次裂化反应，以形成至少一种裂化反应产物，其可包括至少一种前述石化产品。第二催化剂144的温度可等于或大于第二裂化反应区142的第二裂化温度T142，并且可以将热量传递到较低沸点馏分流108以促进吸热裂化反应。
应该理解的是，图3中描绘的第二FCC单元140的第二裂化反应区142是第二裂化反应区142的一个特定实施方案的简化示意图，并且第二裂化反应区142的其他配置可能适合纳入烃原料转化系统中。例如，在一些实施方案中，第二裂化反应区142可以是上流式裂化反应区。也可考虑其他裂化反应区配置。第二FCC单元可以是烃进料转化单元，其中在第二裂化反应区142中，流化的第二催化剂144在高苛刻度条件下接触较低沸点馏分流108。第二裂化反应区142的第二裂化温度T142可为500℃至800℃、500℃至700℃、500℃至650℃、500℃至600℃、550℃至800℃、550℃至700℃、550℃至650℃、550℃至600℃、600℃至800℃、600℃至700℃或600℃至650℃。在一些实施方案中，第二裂化反应区142的第二裂化温度T142可为500℃至700℃。在其他实施方案中，第二裂化反应区142的第二裂化温度T142可为550℃至630℃。在一些实施方案中，第二裂化温度T142可以不同于第一裂化温度T122。
第二裂化反应区142中的第二催化剂144与较低沸点馏分流108的重量比(催化剂与烃的比率)可为5:1至40:1、5:1至35:1、5:1至30:1、5:1至25:1、5:1至15:1、5:1至10:1、10:1至40:1、10:1至35:1、10:1至30:1、10:1至25:1、10:1至15:1、15:1至40:1、15:1至35:1、15:1至30:1、15:1至25:1、25:1至40:1、25:1至35:1、25:1至30:1、或30:1至40:1。在一些实施方案中，第二裂化反应区142中的第二催化剂144与较低沸点馏分流108的重量比可以不同于第一裂化反应区122中的第一催化剂124与较高沸点馏分流106的重量比。第二催化剂144和较低沸点馏分流108的混合物在第二裂化反应区142中的停留时间可为0.2秒(sec)至3秒、0.2秒至2.5秒、0.2秒至2秒、0.2秒至1.5秒、0.4秒至3秒、0.4秒至2.5秒，或0.4秒至2秒、0.4秒至1.5秒、1.5秒至3秒、1.5秒至2.5秒、1.5秒至2秒、或2秒至3秒。在一些实施方案中，第二裂化反应区142中的停留时间可以不同于第一裂化反应区122中的停留时间。
在第二裂化反应区142中的裂化反应之后，来自第二裂化反应区142的流出物的内容物可包括第二催化剂144和第二裂化反应产物流148，其可被输送到第二分离区150。在第二分离区150中，第二催化剂144可与第二裂化反应产物流148的至少一部分分离。在实施方案中，第二分离区150可包括一个或多个气固分离器，例如一个或多个旋风分离器。离开第二分离区150的第二催化剂144可至少保留第二裂化反应产物流148的残余部分。
在第二分离区150之后，可将第二催化剂144输送到第二汽提区152，其中可从第二催化剂144汽提第二裂化反应产物流148的至少一些残余部分，并作为第二汽提产物流154回收。第二汽提产物流154可被输送到一个或一个以上的下游单元操作，或与一个或一个以上的其他流组合以进行进一步加工。可将蒸汽133引入第二汽提区152以促进从第二催化剂144汽提第二裂化反应产物流148。第二汽提产物流154可包括引入第二汽提区152的蒸汽133的至少一部分，并可流出第二汽提区152。第二汽提产物流154可通过旋风分离器(未示出)并离开汽提器容器(未示出)。根据本领域已知的方法，第二汽提产物流154可被引导至一个或多个产物回收系统，例如通过与蒸汽127组合而再循环。第二汽提产物流154也可与一种或多种其他物流如第二裂化反应产物流148组合。考虑与其他流的组合。例如，可包含大部分蒸汽的第一汽提产物流134可与蒸汽127组合。在另一个实施方案中，第一汽提产物流134可被分离成蒸汽和烃，且蒸汽部分可与蒸汽127组合。废第二催化剂146，即在汽提出第二汽提产物流154之后的第二催化剂144，可从第二汽提区152被输送到再生器160的再生区162。
参考图3，在整个烃进料转化系统中可以使用相同类型的催化剂，例如对于第一催化剂124和第二催化剂144来说。在烃进料转化系统中使用的催化剂(第一催化剂124和第二催化剂144)可以包括一种或多种适用于第一裂化反应区122和第二裂化反应区142的流化催化裂化催化剂。催化剂可以是热载体，并且可以向在高苛刻度条件下操作的第一裂化反应区122中的较高沸点馏分流106和在高苛刻度条件下操作的第二裂化反应区142中的较低沸点馏分流108提供热传递。催化剂还可以具有多个促进裂化反应的催化活性位点，例如酸性位点。例如，在实施方案中，催化剂可以是具有高催化活性的高活性FCC催化剂。适用于烃进料转化系统的流化催化裂化催化剂的实例可包括但不限于沸石、二氧化硅-氧化铝催化剂、一氧化碳燃烧促进剂添加剂、底部裂化添加剂、轻质烯烃生产添加剂、其他催化剂添加剂或这些组分的组合。可用作裂化催化剂的至少一部分的沸石可包括但不限于Y、REY、USY、RE-USY沸石或它们的组合。催化剂还可以包括成形的选择性催化剂添加剂，例如ZSM-5沸石晶体或其他五硅型催化剂结构，其通常用于其他FCC方法中以生产轻质烯烃和/或增加FCC汽油辛烷值。在一个或多个实施方案中，催化剂可以包括ZSM-5沸石晶体和裂化催化剂沸石以及典型FCC裂化催化剂的基质结构的混合物。在一个或多个实施方案中，催化剂可以是包埋有粘土、氧化铝和粘合剂的Y和ZSM-5沸石催化剂的混合物。
在一个或多个实施方案中，催化剂的至少一部分可以被改性以包括一种或多种稀土元素(IUPAC周期表镧系元素的15种元素加上钪和钇)、碱土金属(IUPAC周期表的第2族)、过渡金属、磷、氟或它们的任何组合，其可以提高第一裂化反应区122、第二裂化反应区142或两者中的烯烃产率。过渡金属可以包括“其原子具有部分填充的d亚壳层，或者可以产生具有不完全d亚壳层的阳离子的元素”[IUPAC，化学术语简编，第二版，(“金皮书”)(1997)，在线更正版本：(2006-)“过渡元素”]。一种或多种过渡金属或金属氧化物也可以浸渍到催化剂上。金属或金属氧化物可包括IUPAC周期表第6-10族的一种或多种金属。在一些实施方案中，金属或金属氧化物可以包括钼、铼、钨或它们的任何组合中的一种或多种。在一个或多个实施方案中，催化剂的一部分可以用氧化钨浸渍。
参考图3，第一FCC单元120和第二FCC单元140可以共享再生器160。废第一催化剂126和废第二催化剂146可被输送到再生器160，其中废第一催化剂126和废第二催化剂146混合在一起并再生以产生再生催化剂116。再生器160可包括再生区162、催化剂传输管线164、催化剂储料器174和烟道气出口166。催化剂传输管线164可以流体连接到再生区162和催化剂储料器174，用于将再生催化剂116从再生区162输送到催化剂储料器174。在一些实施方案中，再生器160可以具有多于一个的催化剂储料器174，例如用于第一FCC单元120的第一催化剂储料器(未示出)和用于第二FCC单元140的第二催化剂储料器(未示出)。在一些实施方案中，烟道气出口166可位于催化剂储料器174处。
在操作中，废第一催化剂126和废第二催化剂146可分别从第一汽提区132和第二汽提区152被输送到再生区162。可将燃烧气体170引入再生区162。燃烧气体170可以包括燃烧空气、氧气、燃料气体、燃料油、其他组分或它们的任何组合中的一种或多种。在再生区162中，沉积在废第一催化剂126和废第二催化剂146上的焦炭可在燃烧气体170存在下至少部分氧化(燃烧)以至少形成二氧化碳和水。在一些实施方案中，废第一催化剂126和废第二催化剂146上的焦炭沉积物可在再生区162中被完全氧化。其他有机化合物，例如残余的第一裂化反应产物或第二裂化反应产物，也可在再生区中存在燃烧气体170时氧化。其他气体，例如一氧化碳，可在再生区162中的焦炭氧化期间形成。焦炭沉积物的氧化产生热量，所述热量可传递到再生催化剂116并由再生催化剂116保留。
用于再生废第一催化剂126和废第二催化剂146的单个催化剂再生器160可提高烃进料转化系统的总效率。例如，与第一FCC单元120中较高沸点馏分流106的裂化相比，第二FCC单元140中较低沸点馏分流108的裂化可在废第二催化剂146上产生较少的焦炭沉积物。在再生期间，废第二催化剂146上的焦炭沉积物的燃烧产生热量，但是废第二催化剂146上存在的焦炭量可能不足以产生足够的热量以在第二裂化反应区142中进行裂化反应。因此，废第二催化剂146的再生本身可能不会产生足够的热量来将再生催化剂116的温度升高到第二裂化反应区142中可接受的第二裂化温度T142。通过比较，在第一FCC单元120中较高沸点馏分流106裂化期间在废第一催化剂126上形成和沉积的焦炭量可显著大于在第二裂化反应区142中产生的焦炭沉积。在催化剂再生期间，焦炭沉积物在废第一催化剂126上的燃烧可产生足够的热量以将再生催化剂116(包括由废第一催化剂126和废第二催化剂146两者产生的再生催化剂116)的温度升高至高苛刻度条件，例如等于或大于第一裂化温度T122或第二裂化温度T142的再生催化剂温度T116，并且可以提供在第一裂化反应区122和第二裂化反应区142中进行裂化反应所需的热量。
烟道气172可通过催化剂传输管线164将再生催化剂116从再生区162输送到催化剂储料器174。再生催化剂116可在从催化剂储料器174被输送到第一FCC单元120和第二FCC单元140之前积聚在催化剂储料器174中。催化剂储料器174可用作气固分离器以将烟道气172与再生催化剂116分离。在实施方案中，烟道气172可通过设置在催化剂储料器174中的烟道气出口166流出催化剂储料器174。
催化剂可通过第一和第二FCC单元120、140、再生器160和催化剂储料器174循环。例如，可将第一催化剂124引入第一FCC单元120以催化裂化第一FCC单元120中的较高沸点馏分流106。在裂化期间，焦炭沉积物可在第一催化剂124上形成，以产生排出第一汽提区132的废第一催化剂126。废第一催化剂126的催化活性可小于再生催化剂116，这意味着废第一催化剂126与再生催化剂116相比在使能裂化反应方面的效率可能较低。废第一催化剂126可在第一分离区130和第一汽提区132中与第一裂化反应产物流128分离。可将第二催化剂144引入第二FCC单元140以催化裂化第二FCC单元140中的较低沸点馏分流108。在裂化期间，焦炭沉积物可在第二催化剂144上形成，以产生排出第二汽提区152的废第二催化剂146。废第二催化剂146的催化活性也可小于再生催化剂116的催化活性，这意味着废第二催化剂146与再生催化剂116相比在使能裂化反应方面的效率可能较低。废第二催化剂146可在第二分离区150和第二汽提区152中与第二裂化反应产物流148分离。然后，废第一催化剂126和废第二催化剂146可组合并在再生区162中再生，以产生再生催化剂116。再生催化剂116可被传输至催化剂储料器174。
基于再生催化剂116的总重量，从再生区162流出的再生催化剂116可以具有小于1重量％的焦炭沉积物。在一些实施方案中，从再生区162流出的再生催化剂116可以具有小于0.5重量％、小于0.1重量％或小于0.05重量％的焦炭沉积物。在一些实施方案中，基于再生催化剂116的总重量，从再生区162流出到催化剂储料器174的再生催化剂116可以具有0.001重量％至1重量％、0.001重量％至0.5重量％、0.001重量％至0.1重量％、0.001重量％至0.05重量％、0.005重量％至1重量％、0.005重量％至0.5重量％、0.005重量％至0.1重量％、0.005重量％至0.05重量％、0.01重量％至1重量％、0.01重量％至0.5重量％、0.01重量％至0.1重量％、0.01重量％至0.05重量％的焦炭沉积物。在一个或多个实施方案中，流出再生区162的再生催化剂116可以基本上不含焦炭沉积物。如在本公开中所使用的，术语“基本上不含”组分是指在催化剂、流或反应区的特定部分中只有小于1重量％的所述组分。作为一个实例，基本上不含焦炭沉积物的再生催化剂116可以具有小于1重量％的焦炭沉积物。从再生区162中的再生催化剂116去除焦炭沉积物可以从促进裂化反应的催化剂的催化活性位点例如酸性位点去除焦炭沉积物。与废第一催化剂126和废第二催化剂146相比，从催化剂上的催化活性位点去除焦炭沉积物可提高再生催化剂116的催化活性。因此，再生催化剂116的催化活性可大于废第一催化剂126和废第二催化剂146。
再生催化剂116可吸收由焦炭沉积物燃烧产生的热量的至少一部分。与废第一催化剂126和废第二催化剂146的温度相比，热量可提高再生催化剂116的温度。再生催化剂116可积聚在催化剂储料器174中，直到其作为第一催化剂124的至少一部分被送回第一FCC单元120和作为第二催化剂144的至少一部分被送回第二FCC单元140。催化剂储料器174中的再生催化剂116的温度可等于或大于第一FCC单元120的第一裂化反应区122中的第一裂化温度T122、第二FCC单元140的第二裂化反应区142中的第二裂化温度T142、或两者。再生催化剂116的较高温度可为第一裂化反应区122、第二裂化反应区142或两者中的吸热裂化反应提供热量。
如前所述，烃进料流102，例如原油，可以具有宽范围的组成和宽范围的沸点。烃进料流102可被分离成较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108。较高沸点馏分流106通常与较低沸点馏分流108具有不同的组成。因此，较高沸点馏分流106和较低沸点馏分流108中的每一种可能需要不同的操作温度和催化剂活性以产生一种或多种石化产品的期望产率或增加某些产物的反应选择性。例如，较高沸点馏分流106可具有更高的反应性，并因此可能需要比较低沸点馏分流108更低的裂化活性以产生特定石化产品的足够产率或选择性。可通过降低第一裂化反应区122中的第一催化剂124的催化活性、降低第一裂化反应区122中的第一裂化温度T122或两者的组合来提供适合于较高沸点馏分流106的较低裂化活性。相反，与较高沸点馏分流106相比，较低沸点馏分流108的反应性可能较低，并且可能需要较高的催化活性，例如第二裂化反应区142中第二催化剂144的催化活性增加，第二裂化反应区142中的第二裂化温度T142大于第一裂化温度T122，或者两者都有，以产生特定石化产品的足够产率或选择性。
如先前在本公开中所述的，烃进料转化系统可包括单个再生器160以再生废第一催化剂126和废第二催化剂146以产生再生催化剂116。因此，输送到第一FCC单元120的再生催化剂116与输送到第二FCC单元140的再生催化剂116相同，并且具有相同的催化效率和温度。然而，如前所述，第一FCC单元120或第二FCC单元140中用于产生特定石化产品的足够产率或选择性的反应条件可以不同于通过将再生催化剂116输送到第一FCC单元120或第二FCC单元140中的另一个所提供的反应条件。
实施例
用于转化原料燃料的方法和系统的各种实施方案将通过以下实施例进一步阐明。这些实施例本质上是说明性的，并且不应该被理解为限制本公开的主题。
实施例A
实施例A提供了与存在蒸汽和不存在蒸汽的情况下原油裂化相关的数据。在常压下，以阿拉伯超轻质(AXL)原油为进料，在存在蒸汽和不存在蒸汽的固定床反应(FBR)系统中进行了实验。参考图4，使用计量泵1011将AXL原油1001供给到固定床反应器1000。使用2g/h的AXL原油1001的恒定进料速率。使用计量泵1012将水1002供给到反应器1000。使用预热器1021预热水1002。使用1g/h的水1002的恒定进料速率。氮气1003以65毫升/分钟的速度用作载气。使用质量流量控制器(MFC)1013将氮气1003供给到反应器1000。使用预热器1022预热氮气1003。使用混合器1030混合水1002和氮气1003，并将混合物引入反应器1000。在进入反应器管之前，油、水和氮气在预热区1042中预热至250℃。使用管线加热器1031对预热区1042进行预热。原油1001从反应器1000的顶部通过喷射器1041引入，并在到达催化剂床1044之前在反应器管1040的顶部三分之二中与蒸汽混合。蒸汽:油的质量比为0.5。原油在675℃的裂化温度和1:2的催化剂与油的重量比下裂化。裂化催化剂为75重量％的Ecat和25重量％的
Figure GDA0004178962690000232
由W.R.Grace&Co-Conn提供。将1g 30-40目大小的催化剂放置在由石英棉1043、1046和反应器插入件1045支撑的反应器管1040的中心。将石英棉1043、1046放置在催化剂床1044的底部和顶部以将其保持在适当的位置。催化剂床1044的高度为1-2cm。使反应进行45-60分钟，直到达到稳定状态。固定床流动反应器1000的反应条件列于表2。将裂化反应产物流引入气液分离器1051。在气液分离器1051的下游放置湿式气体流量计1052。裂化的气体产物1061和液体产物1062通过使用模拟蒸馏和石脑油分析技术的离线气相色谱(GC)分析来表征。分析来自裂化反应的反应产物流的乙烯、丙烯和丁烯的产率。实施例A的产率分析随后如表3所示。
表2
条件
所用进料 AXL全原油
原料比重 0.829
API 39.3
反应装置 固定床反应器
重量时空速度 3
反应温度，℃ 675
反应温度范围，℃ 600–700
表3
Figure GDA0004178962690000231
Figure GDA0004178962690000241
如表3所示，没有蒸汽的原油的乙烯、丙烯和丁烯的产率低于有蒸汽的原油的产率。例如，实施例A的数据暗示了通过用蒸汽裂化原油来最大化更高价值石化产品的产量的机会。
本公开的第一方面涉及从烃材料生产石化产品的方法，该方法包括将所述烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分；将蒸汽在所述较高沸点馏分裂化的上游与所述较高沸点馏分组合，，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1，从而降低所述较高沸点馏分的分压；在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；在水含量小于0.1摩尔％的环境，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；和从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。
本公开的第二个方面可包括第一个方面，还包括从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离循环油，其中至少99重量％的循环油的沸点至少为215℃；和通过将所述循环油的至少一部分与所述较低沸点馏分、所述较高沸点馏分或所述烃材料组合来回收所述循环油。
本公开的第三个方面可以包括第一或第二方面，其中至少90重量％的所述烃材料存在于所述较高沸点馏分和所述较低沸点馏分的组合中。
本公开的第四个方面可包括第一到第三个方面中的任何一个方面，其中所述烃材料的组成为所述烃材料的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
本公开的第五方面可包括第一到第四方面中的任何一个方面，其中将所述第一裂化反应产物和所述第二裂化反应产物组合以形成组合反应产物；和将所述组合反应产物分离成循环油。
本公开的第六方面可包括从第一到第五方面中的任何一个方面，还包括：从废第一催化剂中分离所述第一裂化反应产物的至少一部分；从废第二催化剂中分离所述第二裂化反应产物的至少一部分；再生所述废第一催化剂的至少一部分以产生再生的第一催化剂；和再生所述废第二催化剂的至少一部分以产生再生的第二催化剂。
本公开的第七方面可包括第一至第六方面中的任何一个方面，其中所述烃材料是原油。
本公开的第八个方面可包括第一至第七个方面中的任何一个方面，其中40重量％的所述的第一裂化反应产物、所述第二裂化反应产物或两者的组合包含乙烯、丙烯、丁烯、戊烯或运输燃料中的至少一种。
本公开的第九方面可包括第一至第八方面中的任何一个方面，其中所述第一催化剂或所述第二催化剂中的一者或两者被再生。
本发明的第十方面可包括第一到第九方面中的任何一方面，其中所述较低沸点馏分和所述较高沸点馏分的分馏点为180℃至400℃。
本公开的第十一方面涉及从烃进料流生产石化产品的烃进料转化系统的操作方法，该方法包括将所述烃进料流引入进料分离器；在所述进料分离器中将所述烃进料流分离成至少较低沸点馏分流和较高沸点馏分流；将蒸汽在所述较高沸点馏分流裂化的上游与所述较高沸点馏分流组合，，使得所述蒸汽与油的质量比为至少0.5，从而降低所述较高沸点馏分流的分压；将所述较高沸点馏分流输送至第一流化催化裂化单元；将所述较低沸点馏分流输送至第二流化催化裂化单元；在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，在所述第一流化催化裂化单元中裂化所述较高沸点馏分流的至少一部分，以产生第一裂化反应产物流；在水含量小于0.1摩尔％的环境，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，在所述第二流化催化裂化单元中裂化所述较低沸点馏分流的至少一部分，以产生第二裂化反应产物流；和从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离所述石化产品流。
本公开的第十二方面可包括第十一个方面，还包括：从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离循环油流，其中至少99重量％的循环油流的沸点至少为215℃；和通过将所述循环油流的至少一部分与所述较低沸点馏分流、所述较高沸点馏分流或所述烃进料流组合回收所述循环油流。
本公开的第十三方面可包括第十一方面或第十二方面，其中至少90重量％的所述烃进料流存在于较高沸点馏分流和所述较低沸点馏分流的组合中。
本公开的第十四方面可包括第十一至第十三方面中的任何一个方面，其中所述烃进料流的组成为所述烃进料流的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
本公开的第十五方面可包括第十一至第十四方面中的任何一个方面，其中将所述第一裂化反应产物流和所述第二裂化反应产物流组合以形成组合反应产物流；和将所述组合反应产物流分离成循环油流。
本公开的第十六方面可包括第十一到至十五方面的任何一个方面，还包括从废第一催化剂中分离所述第一裂化反应产物流的至少一部分；从废第二催化剂中分离所述第二裂化反应产物流的至少一部分；再生所述废第一催化剂的至少一部分以产生再生的第一催化剂；和再生所述废第二催化剂的至少一部分以产生再生的第二催化剂。
本公开的第十七方面可包括第十一至第十六方面中的任何一个方面，其中所述烃材料是原油。
本公开的第十八方面可包括第十一至第十七方面中的任何一个方面，其中40重量％的所述的第一裂化反应产物、所述第二裂化反应产物或两者的组合包含乙烯、丙烯、丁烯、戊烯或运输燃料中的至少一种。
本公开的第十九个方面可包括第十一至第十八方面中的任何一个方面，所述第一催化剂或所述第二催化剂中的一者或两者被再生。
本发明的第二十方面可包括第十一至第十九方面中的任何一个方面，其中所述较低沸点馏分和所述较高沸点馏分的分馏点为180℃至400℃。
出于定义本技术的目的，可以在权利要求中引入过渡短语“由...组成”作为封闭的前序术语，从而将权利要求的范围限制为所列举的组分或步骤以及任何天然存在的杂质。
出于定义本技术的目的，可以在权利要求中引入过渡短语“基本上由...组成”以将一个或多个权利要求的范围限制到所列举的元素、组分、材料或方法步骤，以及不会实质性影响所要求保护的主题的新颖特征的任何未列举的元素、组分、材料或方法步骤。
过渡短语“由...组成”和“基本上由...组成”可被解释为开放式过渡短语的子集，例如“包含”和“包括”，使得任何使用开放式短语来介绍一系列元素、组分、材料或步骤的叙述都应被解释为也公开使用封闭术语“由...组成”和“基本上由...组成”的一系列元素、组分、材料或步骤的叙述。例如，“包含”组分A、B和C的组合物的叙述应被解释为也公开了“由组分A、B和C组成”的组合物以及“基本上由组分A、B和C组成”的组合物。
本申请中表达的任何定量值可被认为包括与过渡短语“包含”或“包括”一致的开放式实施方案，以及与过渡短语“由...组成”和“基本上由...组成”一致的封闭或部分封闭的实施方案。
应当理解，分配给某特性的任何两个定量值可构成所述特性的范围，并且在本公开中考虑由给定特性的所有所述定量值形成的范围的所有组合。应当理解，在一些实施例中，流或反应器中的化学成分应当理解为含有所述成分的异构体的混合物。例如，说明丁烯的组成范围可以包括丁烯的各种异构体的混合物。应当理解，实例供应各种组合物的组成范围，并且特定化学组合物的异构体的总量可构成某个范围。
已经参考具体实施方案详细描述了本公开的主题。应当理解，对实施方案的组分或特征的任何详细描述不一定意味着所述组分或特征对于特定实施方案或任何其他实施方案是必要的。此外，对于本领域技术人员来说应该显而易见的是，在不脱离所要求保护的主题的精神和范围的情况下，可以对所描述的实施方案进行各种修改和变型。
权利要求书(按照条约第19条的修改)
1.从烃材料生产石化产品的方法，所述方法包括：
将所述烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分；
将蒸汽在所述较高沸点馏分裂化的上游与所述较高沸点馏分组合，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1，从而降低所述较高沸点馏分的分压；
在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；
在水含量小于0.1摩尔％的环境中，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；和
从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括：
从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离循环油，其中至少99重量％的循环油的沸点至少为215℃；和
通过将所述循环油的至少一部分与所述较低沸点馏分、所述较高沸点馏分或所述烃材料组合来回收所述循环油。
3.权利要求1或2所述的方法，其中至少90重量％的所述烃材料存在于所述较高沸点馏分和所述较低沸点馏分的组合中。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中所述烃材料的组成为所述烃材料的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中：
将所述第一裂化反应产物和所述第二裂化反应产物组合以形成组合反应产物；和
将所述组合反应产物分离成循环油。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，还包括：
从废第一催化剂中分离所述第一裂化反应产物的至少一部分；
从废第二催化剂中分离所述第二裂化反应产物的至少一部分；
再生所述废第一催化剂的至少一部分以产生再生的第一催化剂；和
再生所述废第二催化剂的至少一部分以产生再生的第二催化剂。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中所述烃材料是原油。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中40重量％的所述的第一裂化反应产物、所述第二裂化反应产物或两者的组合包含乙烯、丙烯、丁烯、戊烯或运输燃料中的至少一种。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中所述第一催化剂或所述第二催化剂中的一者或两者被再生。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其中所述较低沸点馏分和所述较高沸点馏分的分馏点为180℃至400℃。
11.从烃进料流生产石化产品的烃进料转化系统的操作方法，所述方法包括：
将所述烃进料流引入进料分离器；
在所述进料分离器中将所述烃进料流分离成至少较低沸点馏分流和较高沸点馏分流；
将蒸汽在所述较高沸点馏分流裂化的上游与所述较高沸点馏分流组合，使得所述蒸汽与油的质量比为至少0.5，从而降低所述较高沸点馏分流的分压；
将所述较高沸点馏分流输送至第一流化催化裂化单元；
将所述较低沸点馏分流输送至第二流化催化裂化单元；
在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，在所述第一流化催化裂化单元中裂化所述较高沸点馏分流的至少一部分，以产生第一裂化反应产物流；
在水含量小于0.1摩尔％的环境，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，在所述第二流化催化裂化单元中裂化所述较低沸点馏分流的至少一部分，以产生第二裂化反应产物流；和
从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离所述石化产品流。
12.根据权利要求11所述的方法，还包括：
从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离循环油流，其中至少99重量％的循环油流的沸点至少为215℃；和
通过将所述循环油流的至少一部分与所述较低沸点馏分流、所述较高沸点馏分流或所述烃进料流组合回收所述循环油流。
13.根据权利要求11或12所述的方法，其中至少90重量％的所述烃进料流存在于较高沸点馏分流和所述较低沸点馏分流的组合中。
14.根据权利要求11-13中任一项所述的方法，其中所述烃进料流的组成为所述烃进料流的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
15.根据权利要求11-14中任一项所述的方法，其中：
将所述第一裂化反应产物流和所述第二裂化反应产物流组合以形成组合反应产物流；和
将所述组合反应产物流分离成循环油流。

Claims (15)

1.从烃材料生产石化产品的方法，所述方法包括：
将所述烃材料至少分离成较低沸点馏分和较高沸点馏分；
将蒸汽在所述较高沸点馏分裂化的上游与所述较低沸点馏分组合，使得所述蒸汽与油的质量比为0.5至1，从而降低所述较高沸点馏分的分压；
在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，裂化所述较高沸点馏分的至少一部分，以产生第一裂化反应产物；
在水含量小于0.1摩尔％的环境中，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，裂化所述较低沸点馏分的至少一部分，以产生第二裂化反应产物；和
从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离所述石化产品。
2.根据权利要求1所述的方法，还包括：
从所述第一裂化反应产物或所述第二裂化反应产物中的一者或两者中分离循环油，其中至少99重量％的循环油的沸点至少为215℃；和
通过将所述循环油的至少一部分与所述较低沸点馏分、所述较高沸点馏分或所述烃材料组合来回收所述循环油。
3.权利要求1或2所述的方法，其中至少90重量％的所述烃材料存在于所述较高沸点馏分和所述较低沸点馏分的组合中。
4.根据权利要求1-3中任一项所述的方法，其中所述烃材料的组成为所述烃材料的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
5.根据权利要求1-4中任一项所述的方法，其中：
将所述第一裂化反应产物和所述第二裂化反应产物组合以形成组合反应产物；和
将所述组合反应产物分离成循环油。
6.根据权利要求1-5中任一项所述的方法，还包括：
从废第一催化剂中分离所述第一裂化反应产物的至少一部分；
从废第二催化剂中分离所述第二裂化反应产物的至少一部分；
再生所述废第一催化剂的至少一部分以产生再生的第一催化剂；和
再生所述废第二催化剂的至少一部分以产生再生的第二催化剂。
7.根据权利要求1-6中任一项所述的方法，其中所述烃材料是原油。
8.根据权利要求1-7中任一项所述的方法，其中40重量％的所述的第一裂化反应产物、所述第二裂化反应产物或两者的组合包含乙烯、丙烯、丁烯、戊烯或运输燃料中的至少一种。
9.根据权利要求1-8中任一项所述的方法，其中所述第一催化剂或所述第二催化剂中的一者或两者被再生。
10.根据权利要求1-9中任一项所述的方法，其中所述较低沸点馏分和所述较高沸点馏分的分馏点为180℃至400℃。
11.从烃进料流生产石化产品的烃进料转化系统的操作方法，所述方法包括：
将所述烃进料流引入进料分离器；
在所述进料分离器中将所述烃进料流分离成至少较低沸点馏分流和较高沸点馏分流；
将蒸汽在所述较高沸点馏分流裂化的上游与所述较高沸点馏分流组合，使得所述蒸汽与油的质量比为至少0.5，从而降低所述较高沸点馏分流的分压；
将所述较高沸点馏分流输送至第一流化催化裂化单元；
将所述较低沸点馏分流输送至第二流化催化裂化单元；
在500℃至700℃的反应温度以及第一催化剂存在下，在所述第一流化催化裂化单元中裂化所述较高沸点馏分流的至少一部分，以产生第一裂化反应产物流；
在水含量小于0.1摩尔％的环境，500℃至700℃的反应温度以及在第二催化剂存在下，在所述第二流化催化裂化单元中裂化所述较低沸点馏分流的至少一部分，以产生第二裂化反应产物流；和
从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离所述石化产品流。
12.根据权利要求11所述的方法，还包括：
从所述第一裂化反应产物流或所述第二裂化反应产物流中的一者或两者中分离循环油流，其中至少99重量％的循环油流的沸点至少为215℃；和
通过将所述循环油流的至少一部分与所述较低沸点馏分流、所述较高沸点馏分流或所述烃进料流组合回收所述循环油流。
13.根据权利要求11或12所述的方法，其中至少90重量％的所述烃进料流存在于较高沸点馏分流和所述较低沸点馏分流的组合中。
14.根据权利要求11-13中任一项所述的方法，其中所述烃进料流的组成为所述烃进料流的5重量％沸点与95重量％沸点之间的差值为至少100℃。
15.根据权利要求11-14中任一项所述的方法，其中：
将所述第一裂化反应产物流和所述第二裂化反应产物流组合以形成组合反应产物流；和
将所述组合反应产物流分离成循环油流。
CN202180054026.2A 2020-09-01 2021-01-26 利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的方法 Pending CN116194554A (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US17/009,020 US11434432B2 (en) 2020-09-01 2020-09-01 Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a greater boiling point fraction with steam
US17/009,020 2020-09-01
PCT/US2021/015013 WO2022050977A1 (en) 2020-09-01 2021-01-26 Process for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a greater boiling point fraction with steam

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN116194554A true CN116194554A (zh) 2023-05-30

Family

ID=74673328

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202180054026.2A Pending CN116194554A (zh) 2020-09-01 2021-01-26 利用蒸汽对较低沸点馏分进行流化催化裂化生产石化产品的方法

Country Status (5)

Country Link
US (1) US11434432B2 (zh)
EP (1) EP4185666A1 (zh)
KR (1) KR20230059832A (zh)
CN (1) CN116194554A (zh)
WO (1) WO2022050977A1 (zh)

Family Cites Families (126)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US977228A (en) 1910-08-01 1910-11-29 Benjamin Schestopol Lock for bicycle or other wheels.
US2882218A (en) 1953-12-09 1959-04-14 Kellogg M W Co Hydrocarbon conversion process
US3074878A (en) 1957-10-18 1963-01-22 Exxon Research Engineering Co Short contact time system
US3261878A (en) 1961-02-09 1966-07-19 Autothermal cracking of liquid hydrocarbons
US3835029A (en) 1972-04-24 1974-09-10 Phillips Petroleum Co Downflow concurrent catalytic cracking
US3837822A (en) 1972-09-28 1974-09-24 Universal Oil Prod Co Two-stage countercurrent fluid-solid contacting process
US3888762A (en) 1972-10-12 1975-06-10 Universal Oil Prod Co Fluid catalytic cracking process
US3856659A (en) 1972-12-19 1974-12-24 Mobil Oil Corp Multiple reactor fcc system relying upon a dual cracking catalyst composition
US4090949A (en) 1974-07-31 1978-05-23 Mobil Oil Corportion Upgrading of olefinic gasoline with hydrogen contributors
US4297203A (en) 1980-04-14 1981-10-27 Standard Oil Company (Indiana) Apparatus for the catalytic cracking of hydrocarbons
US4417975A (en) 1980-11-30 1983-11-29 Ashland Oil, Inc. Addition of water to regeneration air
US4464250A (en) 1981-07-30 1984-08-07 Ashland Oil, Inc. Stripping hydrocarbons from catalyst with combustion gases
US4419221A (en) 1981-10-27 1983-12-06 Texaco Inc. Cracking with short contact time and high temperatures
US4436613A (en) 1982-12-03 1984-03-13 Texaco Inc. Two stage catalytic cracking process
US4992160A (en) 1983-05-02 1991-02-12 Uop Conversion of crude oil feeds by catalytic cracking
US4606810A (en) 1985-04-08 1986-08-19 Mobil Oil Corporation FCC processing scheme with multiple risers
US4830728A (en) 1986-09-03 1989-05-16 Mobil Oil Corporation Upgrading naphtha in a multiple riser fluid catalytic cracking operation employing a catalyst mixture
CN1004878B (zh) 1987-08-08 1989-07-26 中国石油化工总公司 制取低碳烯烃的烃类催化转化方法
US4985136A (en) 1987-11-05 1991-01-15 Bartholic David B Ultra-short contact time fluidized catalytic cracking process
US5043522A (en) 1989-04-25 1991-08-27 Arco Chemical Technology, Inc. Production of olefins from a mixture of Cu+ olefins and paraffins
US5026935A (en) 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of ethylene from higher hydrocarbons
US5026936A (en) 1989-10-02 1991-06-25 Arco Chemical Technology, Inc. Enhanced production of propylene from higher hydrocarbons
US5160424A (en) 1989-11-29 1992-11-03 Mobil Oil Corporation Hydrocarbon cracking, dehydrogenation and etherification process
US5154818A (en) 1990-05-24 1992-10-13 Mobil Oil Corporation Multiple zone catalytic cracking of hydrocarbons
US5372704A (en) 1990-05-24 1994-12-13 Mobil Oil Corporation Cracking with spent catalyst
CN1026225C (zh) 1991-02-28 1994-10-19 中国石油化工总公司石油化工科学研究院 一种稀土y分子筛的制备方法
US5171921A (en) 1991-04-26 1992-12-15 Arco Chemical Technology, L.P. Production of olefins
US5158919A (en) 1991-04-29 1992-10-27 Mobil Oil Corporation Catalyst regeneration in a single stage regenerator converted to a two stage high efficiency regenerator
US5232580A (en) 1991-06-21 1993-08-03 Mobil Oil Corporation Catalytic process for hydrocarbon cracking using synthetic mesoporous crystalline material
US5334554A (en) 1992-01-24 1994-08-02 Taiwan Semiconductor Manufacturing Co., Ltd. Nitrogen plasma treatment to prevent field device leakage in VLSI processing
CN1089641A (zh) 1992-08-20 1994-07-20 史东及韦伯斯特工程公司 含高和低康拉逊残炭组分的富石蜡原料的催化裂化方法
CN1031646C (zh) 1992-10-22 1996-04-24 中国石油化工总公司 石油烃的催化转化方法
US5318689A (en) 1992-11-16 1994-06-07 Texaco Inc. Heavy naphtha conversion process
CN1034223C (zh) 1993-03-29 1997-03-12 中国石油化工总公司 制取低碳烯烃的裂解催化剂
US5346613A (en) 1993-09-24 1994-09-13 Uop FCC process with total catalyst blending
US5462652A (en) 1993-09-24 1995-10-31 Uop Short contact FCC process with catalyst blending
CN1034586C (zh) 1993-11-05 1997-04-16 中国石油化工总公司 多产低碳烯烃的催化转化方法
US5523502A (en) 1993-11-10 1996-06-04 Stone & Webster Engineering Corp. Flexible light olefins production
US5770042A (en) 1993-11-15 1998-06-23 Uop Upgrading of cyclic naphthas
US5549813A (en) 1994-03-07 1996-08-27 Dai; Pei-Shing E. FCC process employing low unit cell size y-zeolites
US5582712A (en) 1994-04-29 1996-12-10 Uop Downflow FCC reaction arrangement with upflow regeneration
CN1059424C (zh) 1994-11-23 2000-12-13 埃克森化学专利公司 应用沸石结合沸石催化剂的烃转化过程
US5637207A (en) 1995-04-14 1997-06-10 Abb Lummus Global Inc. Fluid catalytic cracking process
US5685972A (en) 1995-07-14 1997-11-11 Timken; Hye Kyung C. Production of benzene, toluene, and xylene (BTX) from FCC naphtha
JP3580518B2 (ja) 1996-06-05 2004-10-27 新日本石油株式会社 重質油の流動接触分解法
US5904837A (en) 1996-10-07 1999-05-18 Nippon Oil Co., Ltd. Process for fluid catalytic cracking of oils
EP0909804B1 (en) 1997-10-15 2010-09-08 China Petro-Chemical Corporation A process for production of ethylene and propylene by catalytic pyrolysis of heavy hydrocarbons
CN1056595C (zh) 1997-10-20 2000-09-20 中国石油化工总公司 多种进料烃类直接转化制烯烃方法
US5976356A (en) 1997-11-12 1999-11-02 Phillips Petroleum Company Acid treated zeolite containing boron and silver used as a catalyst for converting hydrocarbons and a method of making and using such catalyst
EP0921179A1 (en) 1997-12-05 1999-06-09 Fina Research S.A. Production of olefins
US5858207A (en) 1997-12-05 1999-01-12 Uop Llc FCC process with combined regenerator stripper and catalyst blending
US6602403B1 (en) 1998-05-05 2003-08-05 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for selectively producing high octane naphtha
DE69906274D1 (de) 1998-05-05 2003-04-30 Exxonmobil Chem Patents Inc Kohlenwasserstoffumsetzung zu propylen mit kieselsäurereichen zeolitkatalysatoren mittlerer porengrösse
US6315890B1 (en) 1998-05-05 2001-11-13 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Naphtha cracking and hydroprocessing process for low emissions, high octane fuels
US6069287A (en) 1998-05-05 2000-05-30 Exxon Research And Engineering Co. Process for selectively producing light olefins in a fluid catalytic cracking process
US6455750B1 (en) 1998-05-05 2002-09-24 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for selectively producing light olefins
US6300537B1 (en) 1998-05-26 2001-10-09 Exxon Research And Engineering Company Method for the use of new silicoaluminophosphas having an AEL structure to convert naptha to C2 to C4 olefins
US6015933A (en) 1998-07-15 2000-01-18 Uop Llc Process for removing polymeric by-products from acetylene hydrogenation product
ES2224702T3 (es) 1998-09-28 2005-03-01 Bp Corporation North America Inc. Procedimiento para la produccion de olefinas empleando un catalizador a base de pentasil zaolita.
US5944982A (en) 1998-10-05 1999-08-31 Uop Llc Method for high severity cracking
US20020003103A1 (en) 1998-12-30 2002-01-10 B. Erik Henry Fluid cat cracking with high olefins prouduction
US7169293B2 (en) 1999-08-20 2007-01-30 Uop Llc Controllable space velocity reactor and process
EP1116775A1 (en) 2000-01-12 2001-07-18 Akzo Nobel N.V. Catalyst composition with high efficiency for the production of light olefins
FR2802211B1 (fr) 1999-12-14 2002-02-01 Inst Francais Du Petrole Procede et dispositif de craquage catalytique comprenant en parallele au moins un reacteur a ecoulement ascendant et au moins un reacteur a ecoulement descendant
US7029571B1 (en) 2000-02-16 2006-04-18 Indian Oil Corporation Limited Multi stage selective catalytic cracking process and a system for producing high yield of middle distillate products from heavy hydrocarbon feedstocks
US20010042700A1 (en) 2000-04-17 2001-11-22 Swan, George A. Naphtha and cycle oil conversion process
US6652737B2 (en) 2000-07-21 2003-11-25 Exxonmobil Research And Engineering Company Production of naphtha and light olefins
US6538169B1 (en) 2000-11-13 2003-03-25 Uop Llc FCC process with improved yield of light olefins
US6656346B2 (en) 2001-06-07 2003-12-02 King Fahd University Of Petroleum And Minerals Fluid catalytic cracking process for heavy oil
US20030127358A1 (en) 2002-01-10 2003-07-10 Letzsch Warren S. Deep catalytic cracking process
US6784329B2 (en) 2002-01-14 2004-08-31 Chevron U.S.A. Inc. Olefin production from low sulfur hydrocarbon fractions
DE10217863A1 (de) 2002-04-22 2003-10-30 Linde Ag Verfahren und Vorrichtung zur Olefinherstellung
US7019187B2 (en) * 2002-09-16 2006-03-28 Equistar Chemicals, Lp Olefin production utilizing whole crude oil and mild catalytic cracking
US6867341B1 (en) 2002-09-17 2005-03-15 Uop Llc Catalytic naphtha cracking catalyst and process
US7153479B2 (en) 2002-10-10 2006-12-26 Kellogg Brown & Root Llc Catalyst regenerator with a centerwell
US7087154B2 (en) 2002-12-30 2006-08-08 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Apparatus and process for downflow fluid catalytic cracking
DE10314898A1 (de) 2003-01-29 2004-08-12 Tesa Ag Haftklebebänder zur Verklebung von Druckplatten und Verfahren zu deren Herstellung
US7270739B2 (en) 2003-02-28 2007-09-18 Exxonmobil Research And Engineering Company Fractionating and further cracking a C6 fraction from a naphtha feed for propylene generation
US7326332B2 (en) 2003-09-25 2008-02-05 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Multi component catalyst and its use in catalytic cracking
US7128827B2 (en) 2004-01-14 2006-10-31 Kellogg Brown & Root Llc Integrated catalytic cracking and steam pyrolysis process for olefins
KR100632563B1 (ko) 2004-09-10 2006-10-09 에스케이 주식회사 접촉 분해용 고체산 촉매 및 이를 이용하여 전범위납사로부터 경질 올레핀을 선택적으로 제조하는 공정
US7374660B2 (en) 2004-11-19 2008-05-20 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process for selectively producing C3 olefins in a fluid catalytic cracking process with recycle of a C4 fraction to a secondary reaction zone separate from a dense bed stripping zone
US7323099B2 (en) 2004-11-19 2008-01-29 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Two stage fluid catalytic cracking process for selectively producing C2 to C4 olefins
CN100338185C (zh) 2005-07-01 2007-09-19 中国石油化工集团公司 一种催化裂化方法及装置
US7459596B1 (en) 2005-07-26 2008-12-02 Uop Llc Nanocrystalline silicalite for catalytic naphtha cracking
CN100391610C (zh) 2005-08-15 2008-06-04 中国石油化工股份有限公司 含分子筛的催化裂解流化床催化剂
KR101270191B1 (ko) 2005-08-15 2013-05-31 상하이 리서치 인스티튜트 오브 페트로케미칼 테크놀로지 시노펙 유동상 촉매를 사용하여 촉매 분해에 의하여 에틸렌 및 프로필렌을 제조하는 방법
KR100651418B1 (ko) * 2006-03-17 2006-11-30 에스케이 주식회사 고속유동층을 이용하여 탄화수소 원료로부터 경질 올레핀을제조하는 접촉분해 공정
US20080011644A1 (en) 2006-07-13 2008-01-17 Dean Christopher F Ancillary cracking of heavy oils in conjuction with FCC unit operations
US20080011645A1 (en) 2006-07-13 2008-01-17 Dean Christopher F Ancillary cracking of paraffinic naphtha in conjuction with FCC unit operations
US7491315B2 (en) 2006-08-11 2009-02-17 Kellogg Brown & Root Llc Dual riser FCC reactor process with light and mixed light/heavy feeds
US7935654B2 (en) 2006-09-28 2011-05-03 Lg Chem, Ltd. Oxide catalyst and phosphoric oxide catalyst for hydrocarbon steam cracking, method for preparing the same and method for preparing olefin by using the same
US7906077B2 (en) 2007-12-17 2011-03-15 Uop Llc FCC process with spent catalyst recycle
US8137533B2 (en) 2008-10-24 2012-03-20 Uop Llc Mixture of catalysts for cracking naphtha to olefins
WO2010053482A1 (en) 2008-11-06 2010-05-14 Uop Llc Nanocrystalline silicalite for catalytic naphtha cracking
BRPI0805207B1 (pt) 2008-11-25 2019-11-12 Petroleo Brasileiro Sa Petrobras processo de craqueamento catalítico de uma corrente de hidrocarbonetos para maximização de olefinas leves
US8137534B2 (en) 2009-04-23 2012-03-20 Uop Llc Catalyst compositions for improved fluid catalytic cracking (FCC) processes targeting propylene production
FR2953851B1 (fr) 2009-12-14 2012-12-21 Total Raffinage Marketing Procede de craquage catalytique avec maximisation des bases gazoles
BR112012024901A2 (pt) 2010-03-31 2021-07-20 Indian Oil Corporation Limited processo para o craqueamento simultâneo de hidrocarbonetos mais leves e mais pesados e sistema para o mesmo
US8247631B2 (en) 2010-06-21 2012-08-21 Uop Llc Process for catalytic cracking of hydrocarbons using UZM-35
WO2012004809A1 (en) 2010-07-08 2012-01-12 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus
US9101854B2 (en) 2011-03-23 2015-08-11 Saudi Arabian Oil Company Cracking system and process integrating hydrocracking and fluidized catalytic cracking
WO2013003514A1 (en) 2011-06-30 2013-01-03 Shell Oil Company A dual riser catalytic cracking process for making middle distillate and lower olefins
CN102925210A (zh) 2011-08-12 2013-02-13 中国石油天然气股份有限公司 一种低油剂接触温差的催化裂化方法和装置
WO2013126974A1 (pt) 2012-03-02 2013-09-06 Petróleo Brasileiro S.A. - Petrobras Aditivos para maximização de olefinas leves em unidades de craqueamento catalítico fluido e processo
WO2013142563A2 (en) 2012-03-20 2013-09-26 Saudi Arabian Oil Company Integrated hydroprocessing and fluid catalytic cracking for processing of a crude oil
US8864979B2 (en) 2012-03-21 2014-10-21 Uop Llc Process and apparatus for fluid catalytic cracking
KR102201157B1 (ko) 2012-10-19 2021-01-12 사우디 아라비안 오일 컴퍼니 원유의 고 강도 촉매 크래킹 공정
US8895790B2 (en) 2013-02-12 2014-11-25 Saudi Basic Industries Corporation Conversion of plastics to olefin and aromatic products
US9816037B2 (en) 2014-09-22 2017-11-14 Uop Llc Methods and systems for increasing production of middle distillate hydrocarbons from heavy hydrocarbon feed during fluid catalytic cracking
CA2969036A1 (en) 2014-12-17 2016-06-23 Basf Corporation Method of using cationic polymers comprising imidazolium groups for permanent clay stabilization
WO2016096970A1 (en) 2014-12-17 2016-06-23 Basf Se Method of stabilizing clay using a polyimidazolium compound
US9783749B2 (en) 2015-03-10 2017-10-10 Uop Llc Process and apparatus for cracking hydrocarbons with recycled catalyst to produce additional distillate
US10344220B2 (en) 2015-10-21 2019-07-09 Hindustan Petroleum Corporation Ltd. Methods and apparatus for fluid catalytic cracking
EP3165585B1 (en) 2015-11-07 2018-07-18 INDIAN OIL CORPORATION Ltd. Process of upgradation of residual oil feedstock
FI127519B (en) 2015-12-31 2018-08-15 Neste Oyj Process for producing high octane fuel component from renewable raw material
US10301556B2 (en) 2016-08-24 2019-05-28 Saudi Arabian Oil Company Systems and methods for the conversion of feedstock hydrocarbons to petrochemical products
US10626339B2 (en) 2016-09-20 2020-04-21 Uop Llc Process and apparatus for recycling cracked hydrocarbons
US20180142167A1 (en) 2016-11-21 2018-05-24 Saudi Arabian Oil Company Process and system for conversion of crude oil to chemicals and fuel products integrating steam cracking and fluid catalytic cracking
US10767117B2 (en) 2017-04-25 2020-09-08 Saudi Arabian Oil Company Enhanced light olefin yield via steam catalytic downer pyrolysis of hydrocarbon feedstock
US10793792B2 (en) 2017-05-15 2020-10-06 Saudi Arabian Oil Company Systems and methods for the conversion of heavy oils to petrochemical products
US10870802B2 (en) 2017-05-31 2020-12-22 Saudi Arabian Oil Company High-severity fluidized catalytic cracking systems and processes having partial catalyst recycle
US10961471B2 (en) 2017-10-25 2021-03-30 China Petroleum & Chemical Corporation Process for producing catalytic cracking gasoline with a high octane number
JP2019099611A (ja) 2017-11-29 2019-06-24 Ｊｘｔｇエネルギー株式会社 炭化水素油の製造方法
US10889768B2 (en) 2018-01-25 2021-01-12 Saudi Arabian Oil Company High severity fluidized catalytic cracking systems and processes for producing olefins from petroleum feeds
US10954457B2 (en) 2019-02-13 2021-03-23 Saudi Arabian Oil Company Methods including direct hydroprocessing and high-severity fluidized catalytic cracking for processing crude oil

Also Published As

Publication number Publication date
KR20230059832A (ko) 2023-05-03
US20220064543A1 (en) 2022-03-03
EP4185666A1 (en) 2023-05-31
WO2022050977A1 (en) 2022-03-10
US11434432B2 (en) 2022-09-06

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US11760945B2 (en) High severity fluidized catalytic cracking systems and processes for producing olefins from petroleum feeds
EP3630924B1 (en) High-severity fluidized catalytic cracking processes having partial catalyst recycle
US11332680B2 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of lesser and greater boiling point fractions with steam
US11230672B1 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking
US20220064548A1 (en) Integrated process for conversion of whole crude to light olefins
US11230673B1 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a lesser boiling point fraction with steam
EP4185667A1 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize hydrotreating of cycle oil
US11242493B1 (en) Methods for processing crude oils to form light olefins
US11434432B2 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize fluid catalytic cracking of a greater boiling point fraction with steam
US11629299B1 (en) Processes for producing petrochemical products that utilize a riser and a downer with shared catalyst regenerator
US20240150663A1 (en) Processes for producing petrochemical products from crude oil

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication
SE01 Entry into force of request for substantive examination
SE01 Entry into force of request for substantive examination