EA028567B1 - Способ и установка флюид-каталитического крекинга для максимального увеличения выхода легких олефинов или средних дистиллятов и легких олефинов - Google Patents

Способ и установка флюид-каталитического крекинга для максимального увеличения выхода легких олефинов или средних дистиллятов и легких олефинов Download PDF

Info

Publication number
EA028567B1
EA028567B1 EA201590192A EA201590192A EA028567B1 EA 028567 B1 EA028567 B1 EA 028567B1 EA 201590192 A EA201590192 A EA 201590192A EA 201590192 A EA201590192 A EA 201590192A EA 028567 B1 EA028567 B1 EA 028567B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
catalyst
reactor
cracking
cracking catalyst
effluent
Prior art date
Application number
EA201590192A
Other languages
English (en)
Other versions
EA201590192A1 (ru
Inventor
Рама Рао Марри
Далип Сингх Сони
Прамод Кумар
Original Assignee
Ламмус Текнолоджи Инк.
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 Ламмус Текнолоджи Инк. filed Critical Ламмус Текнолоджи Инк.
Publication of EA201590192A1 publication Critical patent/EA201590192A1/ru
Publication of EA028567B1 publication Critical patent/EA028567B1/ru

Links

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
    • 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
    • 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
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/0015—Feeding of the particles in the reactor; Evacuation of the particles out of the reactor
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
    • B01J8/0055—Separating solid material from the gas/liquid stream using cyclones
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1809—Controlling processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1818—Feeding of the fluidising gas
    • B01J8/1827—Feeding of the fluidising gas the fluidising gas being a reactant
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/24—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique
    • B01J8/26—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles according to "fluidised-bed" technique with two or more fluidised beds, e.g. reactor and regeneration installations
    • 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
    • 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
    • C10G11/187—Controlling or regulating
    • 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
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J2208/00—Processes carried out in the presence of solid particles; Reactors therefor
    • B01J2208/00743—Feeding or discharging of solids
    • B01J2208/00769—Details of feeding or discharging
    • 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
    • C10G2300/1037—Hydrocarbon fractions
    • C10G2300/1044—Heavy gasoline or naphtha having a boiling range of about 100 - 180 °C
    • 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
    • C10G2300/107—Atmospheric residues having a boiling point of at least about 538 °C
    • 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
    • C10G2300/1074—Vacuum distillates
    • 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
    • C10G2300/1077—Vacuum residues
    • 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
    • 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
    • C10G2400/02—Gasoline
    • 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
    • C10G2400/04—Diesel oil
    • 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
    • C10G2400/30—Aromatics

Landscapes

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

Abstract

В изобретении описываются установка и способ флюид-каталитического крекинга, обеспечивающие эффективную конверсию тяжелого углеводородного сырья в легкие олефины, ароматические соединения и бензин. Противоточный реактор, работающий в кипящем или турбулентном режимах псевдоожижения, объединен с лифт-реактором флюид-каталитического крекинга. Тяжелое углеводородное сырье превращается с помощью каталитического крекинга в нафту и легкие олефины в лифт-реакторе, который является прямоточным реактором. Для повышения выхода и селективности в отношении легких олефинов крекированные углеводородные продукты из лифт-реактора, такие как Суглеводороды и фракция нафты, могут быть рециркулированы и переработаны в противоточном реакторе. Объединение противоточного реактора с традиционным FCC лифт-реактором и системой регенерации катализатора может позволить преодолеть проблемы теплового баланса, традиционно связанные с двухступенчатыми процессами крекинга, может существенно увеличить общую конверсию и выход легких олефинов и/или может повысить способность переработки более тяжелого сырья.

Description

Область техники, к которой относится изобретение
Описываемые здесь варианты осуществления относятся в целом к установке и к способу флюидкаталитического крекинга для максимального увеличения конверсии тяжелого углеводородного сырья, такого как вакуумный газойль и/или тяжелые нефтяные остатки, в легкие олефины с очень высоким выходом, такие как пропилен и этилен, ароматические соединения и бензин с высоким октановым числом.
Уровень техники
В последнее время получение легких олефинов с помощью процессов флюид-каталитического крекинга (РСС) считается одним из наиболее привлекательных способов. Технические требования к топливу становятся все более жесткими из-за более строгих экологических стандартов. Кроме того, существует все возрастающая потребность в нефтехимических строительных блоках, таких как пропилен, этилен и ароматические соединения (бензол, толуол, ксилолы и т.д.). В дополнение к этому, объединение нефтеперерабатывающих заводов с нефтехимическими комплексами стало предпочтительным вариантом одновременно по экономическим и экологическим соображениям. Глобальные тенденции также показывают, что существует повышенный спрос на средние дистилляты (дизельное топливо) в отличие от спроса на бензиновый продукт. Максимальное повышение выхода средних дистиллятов в типичном РСС-процессе требует работы РСС при пониженных температурах в реакторе; оно также требует использования различных каталитических композиций. Работа при пониженных температурах снижает выход легких олефинов и уменьшает количество сырья для установок алкилирования.
За последние два десятилетия в попытке приспособиться к изменению рыночного спроса было разработано несколько каталитических процессов в псевдоожиженном слое.
Например, в υδ 7479218 раскрывается реакторная система с псевдоожиженным каталитическим слоем, в которой лифт-реактор разделен на две секции различных радиусов для улучшения селективности для производства легких олефинов. Первая часть лифт-реактора с меньшим радиусом используется для крекинга тяжелых молекул сырья во фракцию нафты. Вторая часть лифт-реактора, часть с увеличенным радиусом, используется для дальнейшего крекинга продуктов фракции нафты в легкие олефины, такие как пропилен, этилен и т.д. Хотя конструкция реакторной системы довольно проста, степень селективности в отношении легких олефинов ограничена по следующим причинам:
(1) сырьевые потоки фракции нафты контактируют с частично закоксованным или деактивированным катализатором;
(2) температура во второй части секции реакции значительно ниже, чем в первой зоне, из-за эндотермического характера реакции в обеих секциях; и (3) отсутствие высокой энергии активации, необходимой для крекинга легкого сырья, по сравнению с энергией активации, необходимой для крекинга тяжелых углеводородов.
В И8 6106697, υδ 7128827 и υδ 7323099 используются двухступенчатые установки флюидкаталитического крекинга (РСС), дающие возможность высокой степени регулирования селективного крекинга сырьевых потоков тяжелых углеводородов и фракции нафты. Первая ступень установки РСС, состоящая из лифт-реактора, десорбера и регенератора, используется для превращения газойля/тяжелого углеводородного сырья в продукты в температурном интервале кипения нафты, в присутствии крупнопористого цеолитного катализатора Υ-типа. Вторая ступень установки РСС с аналогичным набором аппаратов/конфигурацией используется для каталитического крекинга рециркулированных из первой ступени потоков нафты. Разумеется, на второй ступени установки РСС используется катализатор типа ΖδΜ-5 (мелкопористый цеолит) для повышения селективности в отношении легких олефинов. Хотя данная схема обеспечивает высокую степень контроля над сырьем, катализатором и выбором диапазонов рабочих режимов, и обеспечивает оптимизацию в широком смысле, вторая ступень переработки подаваемой нафты образует очень мало кокса, что недостаточно для сохранения теплового баланса. При этом требуется теплота от внешних источников для обеспечения достаточной температуры в регенераторе для достижения хорошего сгорания и подачи тепла для испарения подаваемого сырья и осуществления эндотермической реакции. Как правило, факельное масло сжигается во второй ступени регенератора РСС, что приводит к чрезмерной деактивации катализатора из-за повышенных температур частиц катализатора и горячих точек.
В υδ 7658837 описаны способ и устройство для оптимизации выхода продуктов РСС при использовании части обычного десорбционного слоя в качестве реактивного десорбера. Такой принцип реактивной десорбции второго реактора до некоторой степени негативно сказывается на эффективности десорбции и, следовательно, может привести к увеличению количества кокса в регенераторе. Выход продукта и селективность также могут изменяться из-за контакта сырья с закоксованным или деактивированным катализатором. Кроме того, температуры реактивного десорбера не могут быть изменены независимо, поскольку предельная температура лифт-реактора непосредственно регулируется для поддержания желаемых условий в лифт-реакторе.
В υδ 2007/0205139 описан способ инжекции углеводородного сырья через первый распределитель, расположенный в нижней части лифт-реактора для максимального увеличения выхода бензина. Когда задача заключается в том, чтобы максимально увеличить выход легких олефинов, исходное сырье инжектируют в верхнюю часть лифт-реактора через аналогичную распределительную систему подаваемого
- 1 028567 сырья с намерением уменьшить время пребывания паров углеводородов в лифт-реакторе.
В \νϋ 2010/067379 ставится цель повышения выходов пропилена и этилена путем инжекции потоков С4 и олефиновой нафты в зону подъема лифт-реактора, расположенную ниже зоны инжекции тяжелого углеводородного сырья. Эти потоки не только повышают выход легких олефинов, но и выступают в качестве среды для переноса катализатора вместо водяного пара. Данный подход помогает в уменьшении степени термической деактивации катализатора. Однако ему не хватает гибкости в варьировании рабочих условий, таких как температура и νΗδν в зоне подъема, которые имеют решающее значение для крекинга таких потоков легкого сырья. Это может привести к ухудшению селективности в отношении желаемых легких олефинов.
В И8 6869521 описано, что контактирование сырья, образованного из продукта РСС (в частности, нафты), с катализатором во втором реакторе, работающем в режиме быстрого ожижения слоя, оказывается полезным для содействия реакциям переноса водорода, а также для регулирования реакций каталитического крекинга.
В И8 7611622 описан способ РСС, применяющий два лифт-реактора для превращения С3/С4-содержащего сырья в ароматические соединения. Первый и второй потоки углеводородного сырья подаются соответственно в первый и второй лифт-реакторы в присутствии обогащенного галлием катализатора, и второй лифт-реактор работает при более высокой температуре реакции, чем первый.
В υδ 5944982 описан каталитический процесс с двумя лифт-реакторами для производства низкосернистого и высокооктанового бензина. Второй лифт-реактор используется для переработки рециркулята тяжелой нафты и легких рецикловых газойлей после гидроочистки для максимального увеличения выхода бензина и октанового числа.
В υδ 20060231461 описан способ, который максимально увеличивает выход легкого рециклового газойля (ЬСО) или среднего дистиллятного продукта и легких олефинов. В данном способе используется система из двух реакторов, в которой первый реактор (лифт-реактор) используется для крекинга газойлевого сырья в преимущественно ЬСО, и второй прямоточный реактор с плотным слоем используется для крекинга нафты, рециркулированной из первого реактора. Данный способ ограничен селективностью катализатора, и ему недостает желаемого уровня олефинов в нафте из-за работы первого реактора при существенно более низких температурах реакции.
Сущность раскрытых вариантов осуществления изобретения
Было обнаружено, что можно использовать схему из двух реакторов для крекинга углеводородов, включающего крекинг С4, легкой фракции С5, фракции нафты, метанола и т.д., для получения легких олефинов, причем схема из двух реакторов не имеет ограничений по селективности и работоспособности, соответствует требованиям к тепловому балансу, а также сохраняет низкое число единиц оборудования. Выбранные варианты осуществления, описываемые в данном документе, применяют традиционный лифт-реактор в сочетании с противоточным реактором с кипящим/турбулентным псевдоожиженным слоем, предназначенный для максимального увеличения продукции легких олефинов. Выходящие из лифт-реактора и противоточного реактора потоки перерабатываются в общем разделительном аппарате для катализатора, и катализаторы, использованные в лифт-реакторе и противоточном реакторе, регенерируются в общем аппарате для регенерации катализатора. Данная технологическая схема является эффективной для поддержания высокой активности крекинга, преодолевает проблемы теплового баланса, а также повышает выход и селективность в отношении легких олефинов из различных потоков углеводородов, при этом упрощает охлаждение продукта и аппаратное обеспечение установки, как будет описано более подробно ниже.
В одном аспекте описываемые здесь варианты осуществления относятся к способу каталитического крекинга углеводородов, включающему в себя: регенерацию отработанного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга с первым средним размером частицы и плотностью, и второй катализатор крекинга со вторым средним размером частицы и плотностью в аппарате для регенерации катализатора с образованием регенерированного катализатора. Средний размер частицы первого катализатора крекинга меньше среднего размера частицы второго катализатора крекинга. Первое подаваемое углеводородное сырье приводится в контакт в однонаправленном потоке с первой частью регенерированного катализатора в лифт-реакторе с образованием первого выходящего потока, содержащего первый крекированный углеводородный продукт и фракцию отработанного смешанного катализатора. Вторая часть регенерированного катализатора подается в противоточный реактор, где одновременно (ί) первый катализатор крекинга отделяется от второго катализатора крекинга на основе по меньшей мере одного показателя из плотности и размера частиц; (ίί) второе подаваемое углеводородное сырье приводится в контакт в противотоке со вторым катализатором крекинга с образованием второго крекированного углеводородного продукта; (ίίί) второй выходящий поток, включающий в себя второй крекированный углеводородный продукт и первый катализатор крекинга, извлекается из противоточного реактора и (ίν) извлекается третий выходящий поток, содержащий отработанный второй катализатор. Первый выходящий поток и второй выходящий поток подаются в разделительный аппарат для разделения фракции отработанного смешанного катализатора и отделенного первого катализатора крекинга от первого и второго крекированных углеводородных продуктов. Отделенные катализаторы подаются из разделительного аппарата в ап- 2 028567 парат для регенерации катализатора в качестве отработанного катализатора.
В другом аспекте описываемые здесь варианты осуществления относятся к установке каталитического крекинга углеводородов. Установка может включать в себя аппарат регенерации катализатора для регенерации отработанного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга, имеющий первый средний размер частицы и плотность, и второй катализатор крекинга, имеющий второй средний размер частицы и плотность, для образования регенерированного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга и второй катализатор крекинга. Средний размер частицы первого катализатора крекинга меньше среднего размера частицы второго катализатора крекинга. Установка также включает в себя лифт-реактор для контактирования в однонаправленном потоке первого углеводородного сырья с первой частью регенерированного катализатора с образованием первого выходящего потока, содержащего первый крекированный углеводородный продукт и фракцию отработанного смешанного катализатора. Предусмотрен трубопровод для подачи второй части регенерированного катализатора в противоточный реактор. Противоточный реактор выполнен с возможностью одновременно (ί) отделять первый катализатор крекинга от второго катализатора крекинга на основе по меньшей мере одного показателя из плотности и размера частиц; (ίί) приводить в контакт в противотоке второе углеводородное сырье с преимущественно вторым катализатором крекинга с образованием второго крекированного углеводородного продукта; (ίίί) извлекать второй выходящий поток из противоточного реактора, содержащий второй крекированный углеводородный продукт и первый катализатор крекинга; и (ίν) извлекать третий выходящий поток, содержащий отработанный второй катализатор. Разделительный аппарат далее используется для разделения первого выходящего потока и второго выходящего потока и для извлечения (а) фракции отработанного катализатора, включающей в себя фракцию отработанного смешанного катализатора и отделенный первый катализатор крекинга, и (Ь) выходящего потока, включающего в себя первый и второй крекированные углеводородные продукты. Предусмотрен трубопровод для подачи фракции отработанного катализатора из разделительного аппарата в аппарат для регенерации катализатора.
Другие аспекты и преимущества будут ясны из нижеследующего описания и прилагаемой формулы изобретения.
Краткое описание чертежей
На фигуре представлена упрощенная схема технологического процесса способа крекинга углеводородов и получения легких олефинов в соответствии с одним или несколькими вариантами осуществления, описанными в настоящем документе.
Подробное описание
В одном аспекте описываемые здесь варианты осуществления относятся к установке и к способу флюид-каталитического крекинга для максимального увеличения превращения тяжелого углеводородного сырья, такого как вакуумный газойль и/или тяжелые нефтяные остатки, в легкие олефины с очень высоким выходом, такие как пропилен и этилен, ароматические соединения и бензин с высоким октановым числом или средние дистилляты, при одновременном сведении к минимуму выхода более тяжелого кубового продукта. Для достижения этой цели противоточный реактор, работающий в кипящем или турбулентном режимах псевдоожижения, объединяют с традиционным реактором флюид-каталитического крекинга, таким как лифт-реактор. Тяжелое углеводородное сырье превращается в каталитическом крекинге в нафту, средние дистилляты и легкие олефины в лифт-реакторе, который представляет собой реактор с пневматическим потоком прямоточного типа. Для повышения выхода и селективности в отношении легких олефинов (этилена и пропилена) крекированные углеводородные продукты из лифт-реактора, такие как углеводороды С4 и фракции нафты (олефины и парафины), могут быть рециркулированы и переработаны в противоточном реакторе. В качестве альтернативы или дополнительно, внешние потоки сырья, такие как фракция С4 из других процессов, например, из паровой крекинг-установки, реактора метатезиса или установки замедленного коксования, и потоки фракции нафты из установки замедленного коксования, висбрекинга, или конденсаты природного газа могут быть переработаны в противоточном реакторе для получения легких олефинов, таких как этилен и пропилен. Объединение противоточного реактора с традиционным РСС лифт-реактором в соответствии с описываемыми здесь вариантами осуществления может позволить преодолеть недостатки известных способов, может существенно увеличить общую конверсию и выход легких олефинов и/или может повысить способность переработки более тяжелого сырья.
Объединению противоточного реактора с традиционным РСС лифт-реактором в соответствии с описываемыми здесь вариантами осуществления может способствовать (а) использование общего аппарата для регенерации катализатора, (Ь) использование двух типов катализатора, из которых один обладает селективностью в отношении крекинга более тяжелых углеводородов, таких как вакуумный газойль, тяжелый вакуумный газойль, тяжелый остаток из кубовой части колонны атмосферной перегонки, и второй обладает селективностью в отношении крекинга углеводородов С4 и фракции нафты для получения легких олефинов, и (с) использование противоточного реактора, который будет разделять два типа катализатора, способствуя контактированию подаваемых С4 или нафты с катализатором, селективным в отношении их крекинга и образования легких олефинов.
- 3 028567
Первый катализатор крекинга может быть цеолитным катализатором Υ-типа, РСС катализатором или другими аналогичными катализаторами, подходящими для крекинга более тяжелого углеводородного сырья. Второй катализатор крекинга может быть катализатором типа Ζ8Μ-5 или Ζ8Μ-11, или аналогичным катализатором, подходящим для крекинга углеводородов С4 или фракции нафты и селективным для получения легких олефинов. Для обеспечения лучшего понимания описанной в настоящем документе двухреакторной схемы первый катализатор крекинга может иметь первый средний размер частицы и плотность, которые меньше аналогичных для второго катализатора крекинга, так что катализаторы могут быть разделены на основе плотности и размера (например, на основе предельной скорости или других характеристик частиц катализатора).
В аппарате для регенерации катализатора происходит регенерация отработанного катализатора, извлеченного из лифт-реактора и противоточного реактора. После регенерации первая часть смешанного катализатора может быть подана из аппарата для регенерации в лифт-реактор (прямоточный реактор). Вторая часть смешанного катализатора может быть подана из аппарата для регенерации в противоточный реактор.
В прямоточном реакторе первое подаваемое углеводородное сырье приводится в контакт с первой частью регенерированного катализатора для крекинга по меньшей мере части углеводородов с образованием более легких углеводородов. Выходящий поток может затем быть извлечен из лифт-реактора, причем выходящий поток содержит первый крекированный углеводородный продукт и фракцию отработанного смешанного катализатора.
В противоточном реакторе вторая часть регенерированного катализатора поступает в верхнюю часть реакторного аппарата, зону сепарации катализатора, контактируя с восходящим потоком углеводородов и водяного пара или другой десорбирующей средой. Восходящий поток флюидных компонентов поддерживается при скорости, достаточной для отделения первого катализатора крекинга от второго катализатора крекинга на основе различий по меньшей мере в одном из показателей плотности и размера частиц двух катализаторов. Катализатор с более крупными частицами и более плотный, селективный для крекинга легкого углеводородного сырья, поступает вниз и образует плотный слой частиц катализатора. Перемещающийся вниз преимущественно второй катализатор крекинга контактирует в противотоке с поднимающимся вверх вторым углеводородным сырьем, указанными выше С4 углеводородами или фракцией нафты, приводя к крекингу углеводородов и образуя легкие олефины, такие как этилен и пропилен. Катализатор продолжает двигаться вниз через зону реакции в расположенную ниже зону десорбции, где катализатор контактирует с водяным паром или другой десорбирующей средой, с десорбцией крекированных углеводородов и непрореагировавших компонентов сырья из второго катализатора крекинга. Отработанный второй катализатор крекинга извлекается из нижней части противоточного реактора и возвращается в аппарат для регенерации катализатора. Десорбирующая среда, крекированный углеводородный продукт и отделенный первый катализатор крекинга извлекаются в виде выходящего потока из верхней части реактора.
Второй выходящий поток (крекированные углеводородные продукты и отделенный первый катализатор крекинга) из выпускного отверстия противоточного реактора транспортируется в разделительный аппарат через пневматическую нагнетательную трубу, работающую в режиме пневматического псевдоожижения. Данная нагнетательная труба также может использоваться для введения дополнительного количества тяжелого подаваемого сырья или перенаправления части подаваемого сырья из реактора первой ступени (лифт-реактора). Это служит двум целям. Во-первых, катализатор в выпускном трубопроводе пара противоточного реактора является преимущественно цеолитом Υ -типа/традиционным катализатором РСС, который является предпочтительным для крекинга тяжелых молекул подаваемого сырья в средние дистилляты (дизельное топливо) при относительно низкой температуре реакции. Пониженная температура реакции (475-520°С) является предпочтительной для максимального увеличения выхода средних дистиллятов. Во-вторых, это помогает при одновременном охлаждении (закалке) потоков более легких углеводородных продуктов из противоточного реактора. Реакция крекинга является эндотермической, что способствует уменьшению температуры выходящих паров продукта, а также времени пребывания.
Первый выходящий поток (крекированые углеводороды и отработанный смешанный катализатор из лифт-реактора) и второй выходящий поток (крекированые углеводороды и отделенный первый катализатор крекинга из противоточного реактора) вместе подаются в разделительный аппарат для разделения фракции отработанного смешанного катализатора и отделенного первого катализатора крекинга от первого и второго крекированных углеводородных продуктов. Крекированные углеводородные продукты, включающие в себя легкие олефины, С4 углеводороды, углеводороды фракции нафты и более тяжелые углеводороды, могут затем разделяться для получения целевых продуктов или фракций продукта.
Таким образом, описанные в настоящем документе способы объединяют использование противоточного реактора и лифт-реактора с традиционными сепарациями продукта и регенерацией катализатора, при этом катализаторы, используемые в противоточном реакторе, являются чрезвычайно селективными в отношении крекинга углеводородов С4 и фракции нафты с образованием легких олефинов. Среди прочих преимуществ совместная регенерация катализатора обеспечивает тепловой баланс, и совместное разде- 4 028567 ление продуктов (разделительный аппарат и т.д.) предусматривает простоту операций и пониженное число единиц оборудования.
Обратимся теперь к фигуре, на которой представлена упрощенная схема технологического процесса способа крекинга углеводородов и образования легких олефинов в соответствии с описываемыми здесь вариантами осуществления. Способ включает в себя конфигурацию из двух реакторов для максимального увеличения выхода пропилена и этилена из нефтяного остатка, подаваемого в качестве сырья. Второй реактор представляет собой реактор с плотным псевдоожиженным слоем, оснащенный перегородками или внутренними насадками. С4 олефины и/или легкая нафта из продуктов первого реактора или аналогичные сырьевые потоки из внешних источников перерабатываются во втором реакторе для повышения выхода легких олефинов, включая пропилен и этилен, и ароматических соединений/высокооктанового бензина.
Подаваемый в качестве сырья тяжелый нефтяной остаток инжектируется через один или несколько инжекторов 2 для сырья, расположенных вблизи нижней части первого лифт-реактора 3. Тяжелое нефтяное сырье контактирует с горячим регенерированным катализатором, вводимым через .Т-образный изгиб
1. Катализатор, например, может быть катализатор на основе цеолита Υ-типа, который может использоваться отдельно или совместно с другими катализаторами, такими как Ζ8Μ-5 или Ζ8Μ-11.
Тепло, необходимое для испарения подаваемого сырья и/или повышения температуры сырья до желаемой температуры реактора, например, в диапазоне от 500 до примерно 700°С, и для эндотермической теплоты (теплоты реакции), может обеспечиваться горячим регенерированным катализатором, поступающим из регенератора 17. Давление в первом лифт-реакторе 3, как правило, составляет от примерно 1 до примерно 5 бар изб. (0,1-0,5 МПа).
После того как основная часть реакции крекинга завершена, смесь из продуктов, паров неконвертированного сырья и отработанного катализатора поступает в двухступенчатую циклонную систему, помещенную в циклонный накопительный аппарат 8. Двухступенчатая циклонная система включает в себя первичный циклон 4 для отделения отработанного катализатора от паров. Отработанный катализатор выгружают в десорбер 9 через погружной отвод 5 первичного циклона. Тонкие частицы катализатора, унесенные с отделенными парами из первичного циклона 4 и парами продукта из второго реактора 32, поступающие через трубопровод 36а и одноступенчатый циклон 36с, отделяются в циклоне 6 второй ступени. Собранный катализатор выгружается в десорбер 9 через погружной отвод 7. Пары из циклона 6 второй ступени отводятся через выпускное отверстие вторичного циклона, соединенное с пленумкамерой 11, и затем направляются к главной ректификационной колонне/газовой установке по трубопроводу 12Ь паров реактора для получения продуктов, в том числе желаемых олефинов. При необходимости пары продукта дополнительно охлаждаются с помощью введения легкого рециклового газойля (ЬСО) или водяного пара через распределительный трубопровод 12а в качестве закалочной среды.
Отработанный катализатор, извлекаемый через погружные отводы 5, 7, подвергается десорбции в десорбционном слое 9 для удаления пустотных паров (паров углеводородов, удерживаемых между частицами катализатора) с помощью контактирования в противотоке с водяным паром, вводимым в нижнюю часть десорбера 9 через распределитель 10 водяного пара. Отработанный катализатор далее транспортируется в регенератор 17 через стояк 13а для отработанного катализатора и трубопровод 15 подъема. Вентиль-задвижка 13Ь для отработанного катализатора, находящийся на стояке 13а для отработанного катализатора, используется для регулирования потока катализатора из десорбера 9 в регенератор 17. Небольшая часть воздуха для горения вводится через распределитель 14, чтобы способствовать равномерной транспортировке отработанного катализатора.
Закоксованный или отработанный катализатор разгружается через распределитель 16 отработанного катализатора в центре плотного слоя 24 регенератора. Воздух для горения вводится с помощью распределителя 18, расположенного в нижней части слоя 24 регенератора. Кокс, осажденный на катализаторе, затем сжигается в регенераторе 17 с помощью реакции с воздухом для горения. Регенератор 17, например, может работать при температуре от примерно 640 до примерно 750°С и при давлении от примерно 1 атм изб. (0,1 МПа) до примерно 5 атм изб. (0,5 МПа). Катализаторная пыль, уносимая вместе с дымовым газом, собирается в циклоне 19 первой ступени и циклоне 21 второй ступени и разгружается в катализаторный слой регенератора через соответствующие погружные отводы 20, 22. Дымовой газ, выходящий из выпускного отверстия циклона 21 второй ступени, направляется в трубопровод 24 для дымового газа через пленум-камеру 23 регенератора для утилизации отходящего тепла ниже по потоку и/или получения энергии.
Первая часть регенерированного катализатора отводится по трубопроводу 25 отведения в бункер 26 регенерированного катализатора (БРК), который находится в сообщении по потоку с регенератором 17 и стояком 27 для регенерированного катализатора. Уровень слоя катализатора в БРК-бункере 26 колеблется вместе с уровнем слоя в регенераторе 17. Регенерированный катализатор затем транспортируется из БРК-бункера 26 в лифт-реактор 3 через стояк 27 для регенерированного катализатора, который находится в сообщении по потоку с .Т-образным изгибом 1. Поток катализатора из регенератора 17 в лифтреактор 3 может регулироваться вентилем-задвижкой 28 БРК, расположенным на стояке 27 для регенерированного катализатора. Отверстие вентиля-задвижки 28 меняется для регулирования потока катали- 5 028567 затора для поддержания желаемой предельной температуры в лифт-реакторе 3.
В дополнение к водяному пару для подъема предусмотрена также инжекция потоков сырья, таких как С4 олефины и нафта или аналогичные внешние потоки, в качестве подъемной среды в 1-образный изгиб 1 через газораспределитель 1а, расположенный в Υ-образной части, что позволяет осуществлять равномерную транспортировку регенерированного катализатора из 1-образного изгиба 1 в лифт-реактор 3. Ι-образный изгиб 1 также может выступать в качестве реактора с плотным слоем для крекинга потоков С4 олефинов и нафты в легкие олефины в условиях, благоприятных для таких реакций, как например, \УН8У от 0,5 до 50 ч-1, температура от 640 до 750°С и время пребывания от 3 до 10 с. Диаметр (Ό3) или размер 1-образного изгиба 1 изменяются для достижения этих условий. Например, диаметр 1-образного изгиба может отличаться в 1-3 раза от диаметра типичного стояка для регенерированного катализатора.
Вторая часть регенерированного катализатора отводится во второй реактор 32 через стояк 30. Вентиль-задвижка 31 может использоваться для регулирования потока катализатора из регенератора 17 во второй реактор 32, исходя из заданного значения температуры пара на выходе. Потоки С4 олефинов и нафты инжектируются в нижнюю часть слоя катализатора через один или более распределителей 34 (34а, 34Ь) сырья в жидкой или в паровой фазе. Второй реактор 32 работает по противоточному принципу, при этом регенерированный катализатор перемещается вниз (сверху вниз слоя реактора), и поток углеводородного сырья поступает вверх (снизу вверх слоя реактора). Это является важной особенностью, которая помогает сохранять оптимальный температурный профиль по всей длине/высоте второго реактора 32.
Второй реактор 32 может быть оборудован перегородками или структурированными внутренними насадками, которые способствуют тесному контакту и перемешиванию катализатора и молекул сырья. Эти внутренние насадки также могут помочь в сведении к минимуму каналирования, роста пузырьков и/или коалесценции. Второй реактор 32 также может быть расширен на различных участках вдоль всей длины для поддержания постоянной поверхностной скорости газа.
После завершения реакции катализатор подвергается десорбции в самой нижней части второго реактора 32 для отделения увлеченного углеводородного сырья/продуктов с использованием водяного пара в качестве десорбирующей среды, вводимой через распределитель 35. Отработанный катализатор затем транспортируется в регенератор 17 через стояк 37 и трубопровод 40 подъема, через распределитель 41 отработанного катализатора. Воздух для горения может вводиться через распределитель 39, чтобы способствовать равномерной транспортировке катализатора в регенератор 17. Вентиль-задвижка 38 может использоваться для регулирования потока катализатора из второго реактора 32 в регенератор 17. Отработанный катализатор из обоих реакторов 3, 32 затем регенерируют в общем регенераторе 17, работающем в режиме полного сгорания.
Во втором реакторе 32 используются два различных типа частиц катализатора, включающие более легкие и мелкие частицы цеолита Υ-типа или катализатора РСС, и более крупные и плотные частицы конфигурационно-селективного пентасилового мелкопористого цеолита Ζ8Μ-5/Ζ8Μ-11. Например, цеолит Υ-типа или катализатор РСС может иметь размер частицы в диапазоне примерно 20-120 мкм, тогда как Ζ8Μ-5/Ζ8Μ-11 катализатор может иметь размер частицы в диапазоне примерно 80-200 мкм. Поверхностная скорость газа во втором реакторе 32 такова, что цеолит Υ-типа/РСС катализатор уносится из реактора, так что второй реактор 32 предпочтительно сохраняет катализатор типа Ζ8Μ-5 внутри слоя изза различий в предельной скорости одиночных частиц или различий между минимальными скоростями псевдоожижения/кипения. Более мелкий и более легкий цеолит Υ-типа/катализатор РСС далее транспортируется из второго реактора 32 через выпускной трубопровод 36а в совместный разделитель или накопительный аппарат 8, содержащий циклоны лифт-реактора и/или систему завершения реакции.
Углеводородное сырье, такое как тяжелый вакуумный газойль, кубовый продукт колонны атмосферной перегонки, тяжелый углеводородный остаток, легкий рецикловый газойль (ЬСО) и/или водяной пар могут быть инжектированы в качестве закалочной среды в выпускной трубопровод 36а через распределитель 36Ь. Скорость поступления такой закалочной среды может регулироваться путем установки температуры потока, входящего в накопительный аппарат 8. Все пары из второго реактора 32, в том числе пары, поданные через распределитель 36Ь, сбрасываются в разбавленную фазу накопительного аппарата 8 через одноступенчатый циклон 36с. Применение углеводородного сырья в качестве закалочной среды является предпочтительным, поскольку оно служит двоякой цели: достигается охлаждение продуктов из второго реактора 32, и также повышается образование средних дистиллятов, например, за счет крекинга тяжелой углеводородной закалочной среды в процессе транспортировки к распределителю 36Ь. В некоторых вариантах осуществления закалочная среда может быть введена вблизи от выпускного отверстия противоточного реактора. Температура внутри транспортировочного трубопровода 36а может регулироваться путем изменения количества углеводородов, подаваемых по трубопроводу 36Ь.
Реактор первой ступени, лифт-реактор 3, работает в режиме быстрого ожижения слоя (например, при поверхностной скорости газа в диапазоне от примерно 3 до примерно 10 м/с в нижней части) и в режиме пневматической транспортировки (например, при поверхностной скорости газа в диапазоне от примерно 10 до примерно 25 м/с) в верхней части.
Второй реактор 32 работает в режиме кипения/турбулентном режиме (например, при поверхностной скорости газа в диапазоне от примерно 0,01 до примерно 1,0 м/с) с плотностью слоя катализатора в
- 6 028567 диапазоне от примерно 480 до примерно 800 кг/м3. \УН5У во втором реакторе 32 обычно находится в диапазоне от примерно 0,5 до примерно 50 ч-1; время взаимодействия пара и катализатора может варьировать от примерно 2 с до примерно 20 с. Высота Н1 десорбционного слоя, как правило, в 1-5 раз больше диаметра (Ό2) второго противоточного реактора 32. Высота Н2 активного слоя катализатора, доступного для реакции с сырьем С4/нафты, который находится над десорбционным слоем 32а, в 2-10 раз превышает Ό2. Высота Н3 зоны разделения катализатора, как правило, в 1-5 раз превышает диаметр (Ό2) второго противоточного реактора 32. Разница в местоположении сырья С4 и сырья нафты от нижней тангенциальной линии второго реакторного аппарата 32 в 1-7 раз превышает Ό2 или в 2-7 раз превышает Ό1. Предпочтительно, сырье С4 инжектируют на высоте ниже высоты инжекции сырья нафты. Однако возможно взаимное изменение местоположений инжекции сырья, и местоположение сырья может зависеть от желаемых целевых продуктов. В зависимости от целевых продуктов и требований ко времени пребывания диаметр (Ό2) второго реакторного аппарата может быть в 1-3 раза больше диаметра (Ό1) десорбционного слоя 32а.
Регенератор 17 работает в обычном режиме турбулентного потока, с поверхностной скоростью газа в диапазоне от 0,5 до 1,2 м/с при плотности слоя в диапазоне от 400 до 600 кг/м3.
При необходимости, добавочное количество катализатора может вводиться по одному или более трубопроводу 42, 43. Например, добавочное количество катализатора РСС, или цеолитного катализатора Υ-типа, или смеси этих двух катализаторов может вводиться в регенератор 17 по трубопроводу 42, и добавочное количество ΖδΜ-5/ΖδΜ-11 катализатора может вводиться во второй реактор 32 по трубопроводу 43.
Противоточный реактор может быть оснащен перегородками или структурированными внутренними насадками, такими как модульные сетки, описанные в патенте υδ 7179427. Другие типы внутренних насадок, которые повышают эффективность контактирования и селективность/выход продукта, также могут использоваться. Внутренние насадки могут улучшить распределение катализатора в реакторе и улучшить контакт паров сырья с катализатором, что приводит к повышению средней скорости реакции, повышению общей активности катализатора и оптимизации рабочих условий для повышения образования легких олефинов.
В описанных здесь вариантах осуществления используется цеолит Υ -типа или традиционный катализатор РСС, максимально увеличивающие конверсию тяжелого углеводородного сырья. Цеолит Υ-типа или катализатор РСС имеют более мелкие и легкие частицы, чем ΖδΜ-5 или аналогичные катализаторы, используемые для повышения образования легких олефинов в противоточном реакторе. ΖδΜ-5 или аналогичные катализаторы имеют больший размер частиц и большую плотность, чем цеолит Υ-типа или катализаторы РСС, используемые предпочтительно для поддержания слоя катализатора из ΖδΜ-5 в противоточном реакторе. Поверхностная скорость паров во втором реакторе поддерживается такой, что она дает возможность уноса частиц цеолита Υ-типа или катализатора РСС из противоточного реактора, используя различия в предельной скорости одиночной частицы или различия между минимальными скоростями псевдоожижения/кипения. Данный подход позволяет исключить использование двухступенчатых систем РСС и, следовательно, упрощает способ и делает его более эффективным. Катализаторы, используемые в способе, могут быть или комбинацией цеолита Υ-типа/РСС катализатора и ΖδΜ-5, или другими аналогичными катализаторами, такими как описанные в υδ 5043522 и υδ 5846402.
Еще одно преимущество описываемых здесь вариантов осуществления заключается в том, что объединенная двухреакторная схема преодолевает ограничения теплового баланса отдельно взятых процессов каталитического крекинга С4/нафты. Противоточный реактор выступает в качестве поглотителя тепла из-за объединения с регенератором катализатора, приводя к минимуму потребность в охладителе катализатора при переработке остатков в сырье.
Пары продукта из противоточного реактора транспортируются в реактор первой ступени/разделительный аппарат или устройство прекращения реакции, где эти пары смешиваются и быстро охлаждаются продуктами из первой ступени и/или внешней закалочной средой, такой как ЬСО или водяной пар, для сведения к минимуму нежелательных реакций термического крекинга. В качестве альтернативы, выпускной трубопровод продукта из противоточного реактора также может использоваться для введения дополнительного количества тяжелого подаваемого сырья или перенаправления части подаваемого сырья из реактора первой ступени (лифт-реактора). Это служит двум целям: (1) катализатор в выпускном трубопроводе пара противоточного реактора является преимущественно цеолитом Υ-типа/традиционным катализатором РСС, который является предпочтительным для крекинга этих молекул тяжелого сырья в средние дистилляты, и (2) такая реакция крекинга является эндотермической, что способствует понижению температуры выходящих паров продукта, а также времени пребывания.
В некоторых вариантах осуществления, описанных в настоящем документе, существующая установка РСС может быть дооснащена противоточным реактором. Например, реактор подходящего размера может быть связан по текучей среде с имеющимся аппаратом для регенерации катализатора для обеспечения подачи и возвращения катализатора из противоточного реактора, и связан по текучей среде с имеющимся разделительным аппаратом для разделения углеводородных продуктов и катализаторов. В других вариантах осуществления противоточный реактор может быть добавлен к установке РСС начального
- 7 028567 уровня, что позволяет осуществлять работу в режимах получения бензина, легких олефинов или дизельного топлива.
Как описано выше, противоточный реактор с кипящим слоем или реактор с турбулентным слоем с соответствующими перегородками или внутренними насадками объединяется с лифт-реактором РСС и разделительной системой. Данный противоточный реактор находится в сообщении по потоку с другими аппаратами, что позволяет осуществлять селективный каталитический крекинг и быстрое охлаждение объединенного углеводородного продукта, отделение и регенерацию катализатора.
Такая объединенная реакторная система обеспечивает одно или более из следующих преимуществ. Во-первых, встречный поток катализатора и легкого углеводородного сырья (потоки сырья от С4 олефинов до нафты) может обеспечить оптимальный и однородный температурный профиль по всей реакционной зоне и доступность активных центров катализатора (контактирование регенерированного катализатора по мере продвижения реагентов вверх через реакционную зону), что увеличивает среднюю скорость реакции. Из-за эндотермического характера реакций крекинга температура понижается по всему реактору, но горячий регенерированный катализатор возмещает это поступлением тепла. По сути, реакция в противотоке косвенно способствует поддержанию однородной температуры по всей длине реактора.
Конфигурация реактора дает высокий выход легких олефинов посредством увеличения средней скорости реакции и активности катализатора. Данный реактор может работать при значительно более высоких температурах реакции для удовлетворения требований высокой энергии активации, необходимой для крекинга такого более легкого сырья.
Во-вторых, второй реактор может быть снабжен перегородками или внутренними насадками в виде модульных сеток. Эти перегородки/внутренние насадки могут обеспечивать тесный контакт катализатора с молекулами углеводородного сырья, приводя к разрыву пузырьков и предотвращению роста пузырьков вследствие коалесценции, а также предотвращению каналирования или обхода катализатора или сырья. Реакторные перегородки/внутренние насадки помогают в лучшем перемешивании, распределении и контакте углеводородного сырья и катализатора, повышении селективности в отношении желаемых легких олефинов при сведении к минимуму образования сухого газа и кокса.
В-третьих, конфигурация реактора такова, что реакция и десорбция могут осуществляться в одном аппарате. Десорбция осуществляется в нижней части противоточного реактора. Десорбирующий водяной пар поднимается вверх, в верхнюю часть секции реакции и выступает в качестве разбавителя для регулирования парциального давления углеводородов.
Осуществляемая по секциям инжекция потоков углеводородного сырья в противоточный реактор также может способствовать поддержанию желаемой \УН8У. оптимальной для каждого соответствующего сырья. Например, сырьевой поток из С4 углеводородов требует более низкой ЮН8У, тогда как сырье нафты требует относительно более высокой \УН8У.
Пары продукта из противоточного реактора также предпочтительно направляются в верхнюю часть первого реактора (лифт-реактора), что может понижать температуру продуктов из противоточного реактора благодаря быстрому охлаждению продуктами с более низкой температурой из лифт-реактора. Эти крекированные углеводородные продукты также могут быть дополнительно охлаждены с помощью легкого рециклового газойля (ЬСО) и/или закалочного водяного пара внутри реактора первой ступени. Устройство прекращения реакции в лифт-реакторе первой ступени также используется для быстрого отделения паров продукта и направления их в секцию извлечения продукта, тем самым предпочтительно уменьшая нежелательные реакции термического крекинга и повышая селективность по продукту.
Описанные в настоящем документе способы также предпочтительно используют два типа частиц катализатора, такие как меньшие по размеру частицы Υ-цеолита/катализатора РСС с меньшей плотностью, и частицы ΖδΜ-5 более крупного размера и большей плотности. Это дает возможность уноса более легких и мелких частиц в зону отделения катализатора противоточного реактора, тем самым сохраняя частицы типа ΖδΜ-5 в реакционной зоне противоточного реактора. Более легкое углеводородное сырье, таким образом, подвергается селективному каталитическому крекингу в присутствии катализатора типа ΖδΜ-5 с максимальным увеличением выхода легких олефинов. Отрицательные эффекты деактивации катализатора в известном уровне техники из-за сжигания факельного масла в регенераторе для поддержания теплового баланса также предотвращаются.
Хотя меньшее количество кокса образуется из противоточного реактора, объединение противоточного реактора с реакторной установкой РСС -регенераторной системой устраняет проблемы теплового баланса, с которыми сталкиваются в известном уровне техники. В результате, описываемые здесь варианты осуществления могут предпочтительно создавать возможность для повышения содержания остатка в тяжелом сырье, подаваемом в лифт-реактор первой ступени, поскольку противоточный реактор помогает удалять избыточное тепло из регенератора. Использование противоточного реактора также может исключить необходимость использования охладителя катализатора при переработке остатков.
Описываемые здесь варианты осуществления также предполагают выделение ароматических соединений из продуктов фракции нафты перед рециркуляцией в противоточный реактор. Аналогичным образом, потоки С4 после отделения от С3/С4 смесей могут быть рециркулированы в противоточный ре- 8 028567 актор. Эти стадии могут помочь в уменьшении размера противоточного реактора и увеличении конверсии за один проход.
Описанные в данном документе противоточные реакторы могут быть легко установлены в существующие установки РСС, работающие в режимах с получением бензина, легких олефинов или дизельного топлива, обеспечивая дополнительную мощность, гибкость эксплуатации и общее улучшение выполнения операций и выхода легких олефинов. Комбинированные особенности противоточного реактора в сочетании с внутренними насадками реактора значительно увеличивают конверсию и селективность в отношении желаемых продуктов.
В зависимости от требований к ассортименту продуктов противоточный реактор также может быть легко изолирован на линии с водяным паром без необходимости выключения установки, что позволяет лифт-реактору, регенератору катализатора и разделительному аппарату продолжать работу.
Традиционно, добавка свежего катализатора для сохранения активности катализатора вводится в слой регенератора с помощью технического воздуха. В отличие от этого, в описанных здесь вариантах осуществления свежий катализатор типа Ζ8Μ-5 может предпочтительно инжектироваться непосредственно в слой второго реактора с помощью водяного пара или азота в качестве транспортирующей среды, давая постепенное увеличение выхода легких олефинов.
Противоточный реактор также может обеспечивать гибкость и диапазоны рабочих режимов для регулирования таких рабочих условий, как среднечасовая скорость подачи сырья (\УН8У). время взаимодействия катализатора и углеводородного пара, температура реакции, отношение катализатора к маслу и т.д. Например, температуру верхней части/слоя противоточного реактора можно регулировать корректировкой потока катализатора из регенератора, что косвенным образом регулирует отношение катализатор/масло. Уровень слоя в реакторе можно регулировать путем изменения потока отработанного катализатора из реактора в регенератор, что регулирует \УН8У и время пребывания катализатора.
Одно или несколько из указанных выше преимуществ и признаков вариантов осуществления процессов, описанных в настоящем документе, может обеспечивать усовершенствованный способ каталитического крекинга углеводородов для получения легких олефинов.
Хотя описание изобретения включает ограниченное число вариантов осуществления, специалистам в данной области, использующим преимущества данного изобретения, будет ясно, что могут быть разработаны другие варианты осуществления, которые не выходят за пределы объема настоящего изобретения. Соответственно, объем изобретения должен ограничиваться только прилагаемой формулой изобретения.

Claims (29)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ каталитического крекинга углеводородов, включающий в себя регенерацию отработанного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга, имеющий первый средний размер частицы и плотность, и второй катализатор крекинга, имеющий второй средний размер частицы и плотность, в аппарате для регенерации катализатора с образованием регенерированного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга и второй катализатор крекинга, при этом средний размер частицы первого катализатора крекинга меньше, чем средний размер частицы второго катализатора крекинга;
    контактирование в однонаправленном потоке первого углеводородного сырья с первой частью регенерированного катализатора в лифт-реакторе с образованием первого выходящего потока, содержащего первый крекированный углеводородный продукт и фракцию отработанного смешанного катализатора;
    подачу второй части регенерированного катализатора в противоточный реактор; одновременно в противоточном реакторе отделение первого катализатора крекинга от второго катализатора крекинга на основе по меньшей мере одного показателя из плотности и размера частиц;
    контактирование в противотоке второго углеводородного сырья со вторым катализатором крекинга с образованием второго крекированного углеводородного продукта;
    извлечение второго выходящего потока из противоточного реактора, содержащего второй крекированный углеводородный продукт и первый катализатор крекинга; и извлечение третьего выходящего потока, содержащего отработанный второй катализатор; подачу первого выходящего потока и второго выходящего потока в разделительный аппарат для разделения фракции отработанного смешанного катализатора и отделенного первого катализатора крекинга от первого и второго крекированных углеводородных продуктов;
    подачу указанных отделенных катализаторов из разделительного аппарата и указанного извлеченного третьего выходящего потока, содержащего отработанный второй катализатор из противоточного реактора в аппарат для регенерации отработанного катализатора.
  2. 2. Способ по п.1, дополнительно включающий подачу отделенных катализаторов из разделительного аппарата в десорбер отработанного катализатора для выделения дополнительных углеводородов из отделенных катализаторов перед подачей отделенных катализаторов в аппарат для регенерации катали- 9 028567 затора.
  3. 3. Способ по п.1, в котором первая фракция углеводородов содержит по меньшей мере одну из фракции С4 углеводородов, фракции нафты и тяжелой фракции углеводородов.
  4. 4. Способ по п.1, в котором вторая фракция углеводородов содержит по меньшей мере одну из фракции С4 углеводородов и фракции нафты.
  5. 5. Способ по п.4, в котором фракция С4 углеводородов подается в противоточный реактор на высоте ниже фракции нафты.
  6. 6. Способ по п.1, дополнительно включающий контактирование указанного второго выходящего потока с третьей фракцией углеводородов между противоточным реактором и разделительным аппаратом для быстрого охлаждения второго выходящего потока, крекинг третьей фракции углеводородов или комбинацию этого.
  7. 7. Способ по п.6, дополнительно включающий регулирование температуры охлаждаемого выходящего потока с помощью регулирования скорости поступления третьей фракции углеводородов.
  8. 8. Способ по п.6, в котором третья фракция углеводородов представляет собой легкий рецикловый газойль.
  9. 9. Способ по п.1, дополнительно включающий контактирование указанного второго выходящего потока с закалочной средой.
  10. 10. Способ по п.1, в котором лифт-реактор работает с поверхностной скоростью газа в диапазоне от 3 до 10 м/с вблизи от впускного отверстия и в диапазоне от 10 до 25 м/с вблизи от выпускного отверстия.
  11. 11. Способ по п.1, в котором противоточный реактор работает с поверхностной скоростью газа в диапазоне от 0,01 до 1,0 м/с и в котором поверхностная скорость газа в противоточном реакторе достаточна для отделения первого катализатора крекинга от второго катализатора крекинга.
  12. 12. Способ по п.1, в котором первый катализатор крекинга представляет собой цеолитный катализатор Υ-типа и второй катализатор крекинга содержит Ζ8Μ-5 катализатор.
  13. 13. Способ по п.1, в котором противоточный реактор содержит нижнюю зону десорбции, промежуточную зону реакции и верхнюю зону отделения катализатора, причем способ дополнительно включает в себя работу противоточного реактора, при которой промежуточная зона реакции имеет плотность слоя катализатора в диапазоне от примерно 480 до примерно 800 кг/м3.
  14. 14. Способ по п.13, дополнительно включающий подачу десорбирующей среды, содержащей водяной пар или инертный газ, в зону десорбции для выделения крекированных углеводородов из указанного второго катализатора крекинга.
  15. 15. Способ по п.1, дополнительно включающий подачу свежего или добавочного первого катализатора крекинга в аппарат для регенерации катализатора.
  16. 16. Способ по п.1, дополнительно включающий подачу свежего или добавочного второго катализатора крекинга по меньшей мере в один из перечисленных реакторов, состоящих из аппарата для регенерации катализатора и противоточного реактора.
  17. 17. Способ по п.1, дополнительно включающий подачу свежего или добавочного второго катализатора крекинга в противоточный реактор.
  18. 18. Установка для каталитического крекинга углеводородов способом по пп.1-17, содержащая аппарат регенерации катализатора для регенерации отработанного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга, имеющий первый средний размер частицы и плотность, и второй катализатор крекинга, имеющий второй средний размер частицы и плотность, для образования регенерированного катализатора, содержащего первый катализатор крекинга и второй катализатор крекинга, при этом средний размер частицы первого катализатора крекинга меньше, чем средний размер частицы второго катализатора крекинга;
    лифт-реактор для контактирования в однонаправленном потоке первого углеводородного сырья с первой частью регенерированного катализатора с образованием первого выходящего потока, содержащего первый крекированный углеводородный продукт и фракцию отработанного смешанного катализатора;
    трубопровод для подачи второй части регенерированного катализатора в противоточный реактор; противоточный реактор, выполненный с возможностью одновременного отделения первого катализатора крекинга от второго катализатора крекинга на основе по меньшей мере одного показателя из плотности и размера частиц;
    приведения в контакт в противотоке второго углеводородного сырья со вторым катализатором крекинга с образованием второго крекированного углеводородного продукта;
    извлечения второго выходящего потока из противоточного реактора, содержащего второй крекированный углеводородный продукт и первый катализатор крекинга; и извлечения третьего выходящего потока, содержащего отработанный второй катализатор; разделительный аппарат для разделения первого выходящего потока и второго выходящего потока с извлечением (а) фракции отработанного катализатора, содержащей фракцию отработанного смешанного катализатора и отделенный первый катализатор крекинга, и (Ь) выходящего потока, содержащего первый и второй крекированные углеводородные продукты;
    трубопроводы для указанной подачи фракции отработанного катализатора из разделительного ап- 10 028567 парата и указанного третьего выходящего потока, содержащего второй отработанный катализатор из противоточного реактора в аппарат для регенерации отработанного катализатора.
  19. 19. Установка по п.18, в которой противоточный реактор содержит нижнюю зону десорбции, промежуточную зону реакции и верхнюю зону отделения катализатора.
  20. 20. Установка по п.18, в которой высота зоны десорбции превышает от 1 до 2 раз диаметр противоточного реактора.
  21. 21. Установка по п.18, в которой высота зоны реакции превышает от 2 до 10 раз диаметр противоточного реактора.
  22. 22. Установка по п.18, в которой разделительный аппарат содержит циклон первой ступени для отделения первой части смешанного катализатора от крекированных углеводородов в первом выходящем потоке;
    циклон второй ступени для отделения второй части смешанного катализатора от крекированных углеводородов в первом выходящем потоке и для отделения отделенного первого катализатора крекинга от крекированных углеводородов во втором выходящем потоке.
  23. 23. Установка по п.18, дополнительно включающая трубопровод для подачи свежего или добавочного первого катализатора крекинга в аппарат для регенерации катализатора.
  24. 24. Установка по п.18, дополнительно включающая трубопровод для подачи свежего или добавочного второго катализатора крекинга по меньшей мере к одному из устройств: аппарату для регенерации катализатора и противоточному реактору.
  25. 25. Установка по п.18, дополнительно включающая трубопровод для подачи свежего или добавочного второго катализатора крекинга в противоточный реактор.
  26. 26. Установка по п.18, в которой противоточный реактор содержит по меньшей мере одну из перегородок и структурированных внутренних насадок для обеспечения тесного контакта второго катализатора крекинга со вторым подаваемым углеводородным сырьем и для уменьшения или сведения к минимуму каналирования, роста пузырьков или коалесценции.
  27. 27. Установка по п.18, дополнительно включающая стояк для катализатора и трубопровод с 1образным изгибом, причем стояк для катализатора обеспечивает транспортировку катализатора из аппарата для регенерации катализатора и 1-образного изгиба трубопровода, который находится в сообщении по текучей среде с лифт-реактором.
  28. 28. Установка по п.27, дополнительно включающая местоположение углеводородного сырья выше по потоку от места подачи первого углеводородного сырья для введения углеводородного сырья в трубопровод с 1-образным изгибом.
  29. 29. Установка по п.27, в которой диаметр трубопровода с 1-образным изгибом превышает диаметр стояка для катализатора в 1-3 раза.
EA201590192A 2012-07-12 2013-07-10 Способ и установка флюид-каталитического крекинга для максимального увеличения выхода легких олефинов или средних дистиллятов и легких олефинов EA028567B1 (ru)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US13/547,807 2012-07-12
US13/547,807 US9452404B2 (en) 2012-07-12 2012-07-12 Fluid cracking process and apparatus for maximizing light olefins or middle distillates and light olefins
PCT/US2013/049906 WO2014011759A1 (en) 2012-07-12 2013-07-10 Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefins or middle distillates and light olefins

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA201590192A1 EA201590192A1 (ru) 2015-04-30
EA028567B1 true EA028567B1 (ru) 2017-12-29

Family

ID=49913041

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA201590192A EA028567B1 (ru) 2012-07-12 2013-07-10 Способ и установка флюид-каталитического крекинга для максимального увеличения выхода легких олефинов или средних дистиллятов и легких олефинов

Country Status (23)

Country Link
US (2) US9452404B2 (ru)
EP (1) EP2872602B1 (ru)
JP (1) JP6172819B2 (ru)
KR (1) KR102115859B1 (ru)
CN (1) CN104583373B (ru)
AU (1) AU2013290283B2 (ru)
BR (2) BR112015000528B1 (ru)
CA (1) CA2878908C (ru)
CL (1) CL2015000086A1 (ru)
CO (1) CO7250452A2 (ru)
EA (1) EA028567B1 (ru)
IN (1) IN2015MN00043A (ru)
LT (1) LT2872602T (ru)
MX (1) MX2015000320A (ru)
MY (1) MY169106A (ru)
NO (1) NO2972050T3 (ru)
NZ (1) NZ704346A (ru)
PH (2) PH12015500072B1 (ru)
SG (1) SG11201500163YA (ru)
TW (1) TWI599400B (ru)
UA (1) UA118017C2 (ru)
WO (1) WO2014011759A1 (ru)
ZA (1) ZA201500347B (ru)

Families Citing this family (34)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US10287511B2 (en) 2015-06-09 2019-05-14 Hindustan Petroleum Corporation Ltd. Catalyst composition for fluid catalytic cracking, and use thereof
KR20180132931A (ko) * 2016-04-29 2018-12-12 바스프 코포레이션 Fcc 촉매 비활성화용 새로운 순환 금속 비활성화 유닛 설계
KR102336282B1 (ko) * 2016-09-16 2021-12-07 루머스 테크놀로지 엘엘씨 유동 촉매 분해 공정에의 오염물질 향상된 제거를 위한 공정 및 장치
WO2018053110A1 (en) 2016-09-16 2018-03-22 Lummus Technology Inc. Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
US10758883B2 (en) 2016-09-16 2020-09-01 Lummus Technology Llc Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
CN107961744B (zh) * 2016-10-19 2022-02-18 中国科学院大连化学物理研究所 一种制备丙烯、c4烃类的方法及其装置
WO2018116091A1 (en) 2016-12-21 2018-06-28 Sabic Global Technologies B.V. Process to produce olefins from a catalytically cracked hydrocarbons stream
US10767117B2 (en) 2017-04-25 2020-09-08 Saudi Arabian Oil Company Enhanced light olefin yield via steam catalytic downer pyrolysis of hydrocarbon feedstock
US10967351B2 (en) * 2017-05-28 2021-04-06 Hindustan Petroleum Corporation Limited Fluid catalytic cracking process
WO2019018569A2 (en) * 2017-07-18 2019-01-24 Lummus Technology Llc INTEGRATED THERMAL AND CATALYTIC CRACKING FOR OLEFIN PRODUCTION
CN107460005B (zh) * 2017-07-26 2019-05-21 天津大学 利用生物油催化加氢耦合催化裂化制备芳香烃和烯烃的方法及装置
CN107597201B (zh) * 2017-09-13 2019-10-08 上海华畅环保设备发展有限公司 含油外排催化剂处理及分选回用方法和装置
US10781377B2 (en) * 2017-11-30 2020-09-22 Uop Llc Process and apparatus for cracking hydrocarbons to lighter hydrocarbons
JP7146503B2 (ja) * 2018-07-30 2022-10-04 株式会社デンソー 燃料改質装置
EP3887484B1 (en) 2018-11-27 2024-04-17 King Abdullah University of Science and Technology Zoned fluidization process for catalytic conversion of hydrocarbon feedstocks to petrochemicals
TW202104562A (zh) 2019-04-03 2021-02-01 美商魯瑪斯科技有限責任公司 用於升級輕油系列材料之合併有固體分離裝置之分段流體化媒裂程序
TW202112436A (zh) 2019-07-02 2021-04-01 美商魯瑪斯科技有限責任公司 流體催化裂解方法及設備
MY197653A (en) * 2019-07-15 2023-06-30 Lummus Technology Inc Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
US20220251456A1 (en) * 2019-07-31 2022-08-11 Sabic Global Technologies B.V. Dense phase fluidized bed reactor to maximize btx production yield
EP3990578A1 (en) * 2019-08-05 2022-05-04 SABIC Global Technologies, B.V. Dense phase riser to maximize light olefins yields for naphtha catalytic cracking
WO2021024067A1 (en) * 2019-08-05 2021-02-11 Sabic Global Technologies B.V. Multiple dense phase risers to maximize light olefins yields for naphtha catalytic cracking
EP3990573A1 (en) * 2019-08-05 2022-05-04 SABIC Global Technologies, B.V. High-density fluidized bed systems
CN114286720B (zh) * 2019-08-05 2023-11-07 沙特基础工业全球技术公司 最大化低碳烯烃产率的带挡板的湍流/快速流化床反应器
KR20220119601A (ko) * 2019-11-04 2022-08-30 루머스 테크놀로지 엘엘씨 유동 촉매 분해 원료 주입기
EP4118168A4 (en) 2020-03-13 2024-04-03 Lummus Technology Inc METHOD AND DEVICE FOR PRODUCING LIGHT OLEFINS FROM CRUDE OIL USING FLUID CATALYTIC CRACKING
US20220033714A1 (en) * 2020-07-28 2022-02-03 Saudi Arabian Oil Company Methods and apparatuses for processing hydrocarbons to produce light olefins
US20220081624A1 (en) * 2020-09-14 2022-03-17 Saudi Arabian Oil Company Methods for upgrading hydrocarbon feeds to produce olefins
EP4063468A1 (en) * 2021-03-25 2022-09-28 Indian Oil Corporation Limited A process for enhancement of ron of fcc gasoline with simultaneous reduction in benzene
CN115161060B (zh) * 2021-04-02 2024-02-27 上海河图工程股份有限公司 一种多产低碳烯烃的催化裂化方法及装置
CN115895710A (zh) * 2021-09-30 2023-04-04 中国石油化工股份有限公司 一种生产低碳烯烃的催化转化方法及装置
WO2023101944A1 (en) 2021-11-30 2023-06-08 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing hydrocarbon feed streams
US20230183584A1 (en) * 2021-12-14 2023-06-15 Uop Llc Process for naphtha aromatization using a multi-stage fluidized system
US20240026234A1 (en) * 2022-07-24 2024-01-25 Uop Llc Process for cracking to light olefins
US11873452B1 (en) 2022-12-12 2024-01-16 Saudi Arabian Oil Company Methods for processing hydrocarbons to produce light olefins using catalyst formulations or mixtures

Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4863585A (en) * 1986-09-03 1989-09-05 Mobil Oil Corporation Fluidized catalytic cracking process utilizing a C3-C4 paraffin-rich Co-feed and mixed catalyst system with selective reactivation of the medium pore silicate zeolite component thereofo
US6514403B1 (en) * 2000-04-20 2003-02-04 Abb Lummus Global Inc. Hydrocracking of vacuum gas and other oils using a cocurrent/countercurrent reaction system and a post-treatment reactive distillation system
US20050161369A1 (en) * 2004-01-23 2005-07-28 Abb Lummus Global, Inc. System and method for selective component cracking to maximize production of light olefins
US20080156696A1 (en) * 2006-12-29 2008-07-03 Niccum Phillip K FCC process for converting C3/C4 feeds to olefins and aromatics
WO2012004809A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-12 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus

Family Cites Families (30)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US486358A (en) * 1892-11-15 Hand attachment for sewing-machines
US3573200A (en) * 1968-12-04 1971-03-30 Chevron Res Catalyst makeup
US4116814A (en) * 1977-07-18 1978-09-26 Mobil Oil Corporation Method and system for effecting catalytic cracking of high boiling hydrocarbons with fluid conversion catalysts
US4541923A (en) * 1984-02-29 1985-09-17 Uop Inc. Catalyst treatment and flow conditioning in an FCC reactor riser
AU605503B2 (en) * 1986-09-03 1991-01-17 Mobil Oil Corporation FCC naphtha in a single riser fluid catalytic cracking operation employing a catalyst mixture.
US4892643A (en) 1986-09-03 1990-01-09 Mobil Oil Corporation Upgrading naphtha in a single riser fluidized catalytic cracking operation employing a catalyst mixture
US4871446A (en) * 1986-09-03 1989-10-03 Mobil Oil Corporation Catalytic cracking process employing mixed catalyst system
US4717466A (en) * 1986-09-03 1988-01-05 Mobil Oil Corporation Multiple riser fluidized catalytic cracking process utilizing hydrogen and carbon-hydrogen contributing fragments
AU607435B2 (en) * 1986-09-03 1991-03-07 Mobil Oil Corporation Process for fluidized catalytic cracking with reactive fragments
US4874503A (en) * 1988-01-15 1989-10-17 Mobil Oil Corporation Multiple riser fluidized catalytic cracking process employing a mixed catalyst
US5043522A (en) 1989-04-25 1991-08-27 Arco Chemical Technology, Inc. Production of olefins from a mixture of Cu+ olefins and paraffins
US5043058A (en) * 1990-03-26 1991-08-27 Amoco Corporation Quenching downstream of an external vapor catalyst separator
US5846402A (en) 1997-05-14 1998-12-08 Indian Oil Corporation, Ltd. Process for catalytic cracking of petroleum based feed stocks
US6106697A (en) 1998-05-05 2000-08-22 Exxon Research And Engineering Company Two stage fluid catalytic cracking process for selectively producing b. C.su2 to C4 olefins
US5944982A (en) 1998-10-05 1999-08-31 Uop Llc Method for high severity cracking
US6835863B2 (en) * 1999-07-12 2004-12-28 Exxonmobil Oil Corporation Catalytic production of light olefins from naphtha feed
US6869521B2 (en) 2002-04-18 2005-03-22 Uop Llc Process and apparatus for upgrading FCC product with additional reactor with thorough mixing
CN1205305C (zh) 2001-11-29 2005-06-08 中国石油化工股份有限公司 一种催化裂化反应－再生系统
US20030127358A1 (en) 2002-01-10 2003-07-10 Letzsch Warren S. Deep catalytic cracking process
US7179427B2 (en) 2002-11-25 2007-02-20 Abb Lummus Global Inc. Apparatus for countercurrent contacting of gas and solids
CN1308419C (zh) 2003-12-12 2007-04-04 石油大学(北京) 一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法
US7128827B2 (en) 2004-01-14 2006-10-31 Kellogg Brown & Root Llc Integrated catalytic cracking and steam pyrolysis process for olefins
BRPI0403184B1 (pt) 2004-07-30 2015-04-07 Petroleo Brasileiro Sa Processo para alterar a distribuição de produtos de craqueamento catalítico fluido de hidrocarbonetos
BRPI0514218A (pt) 2004-08-10 2008-06-03 Shell Internationale Rsearch M processo e aparelho para fabricar destilado médio e olefinas inferiores
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
US20070205139A1 (en) 2006-03-01 2007-09-06 Sathit Kulprathipanja Fcc dual elevation riser feed distributors for gasoline and light olefin modes of operation
US20080011645A1 (en) * 2006-07-13 2008-01-17 Dean Christopher F Ancillary cracking of paraffinic naphtha in conjuction with FCC unit operations
ES2645694T3 (es) 2008-12-10 2017-12-07 Reliance Industries Limited Procedimiento de craqueo catalítico en lecho fluidizado (FCC) para fabricar propileno y etileno con un rendimiento aumentado
US8354018B2 (en) * 2009-11-09 2013-01-15 Uop Llc Process for recovering products from two reactors
CN102086402B (zh) 2009-12-03 2014-01-15 中国石油化工股份有限公司 一种增产丙烯并改善汽油性质的催化裂化方法和装置

Patent Citations (5)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4863585A (en) * 1986-09-03 1989-09-05 Mobil Oil Corporation Fluidized catalytic cracking process utilizing a C3-C4 paraffin-rich Co-feed and mixed catalyst system with selective reactivation of the medium pore silicate zeolite component thereofo
US6514403B1 (en) * 2000-04-20 2003-02-04 Abb Lummus Global Inc. Hydrocracking of vacuum gas and other oils using a cocurrent/countercurrent reaction system and a post-treatment reactive distillation system
US20050161369A1 (en) * 2004-01-23 2005-07-28 Abb Lummus Global, Inc. System and method for selective component cracking to maximize production of light olefins
US20080156696A1 (en) * 2006-12-29 2008-07-03 Niccum Phillip K FCC process for converting C3/C4 feeds to olefins and aromatics
WO2012004809A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-12 Indian Oil Corporation Ltd. Two stage fluid catalytic cracking process and apparatus

Also Published As

Publication number Publication date
BR122020007403B1 (pt) 2022-05-17
PH12015500072A1 (en) 2015-03-30
KR20150038043A (ko) 2015-04-08
UA118017C2 (uk) 2018-11-12
NZ704346A (en) 2017-03-31
WO2014011759A1 (en) 2014-01-16
PH12015500072B1 (en) 2015-03-30
PH12016502528B1 (en) 2017-08-07
US9452404B2 (en) 2016-09-27
TWI599400B (zh) 2017-09-21
EP2872602B1 (en) 2018-02-14
IN2015MN00043A (ru) 2015-10-16
MY169106A (en) 2019-02-18
SG11201500163YA (en) 2015-02-27
CN104583373A (zh) 2015-04-29
TW201404463A (zh) 2014-02-01
EP2872602A1 (en) 2015-05-20
US20170009150A1 (en) 2017-01-12
CL2015000086A1 (es) 2015-07-31
EP2872602A4 (en) 2016-04-13
EA201590192A1 (ru) 2015-04-30
CN104583373B (zh) 2016-08-24
KR102115859B1 (ko) 2020-05-28
BR112015000528A2 (pt) 2017-06-27
LT2872602T (lt) 2018-07-10
PH12016502528A1 (en) 2017-08-07
AU2013290283A1 (en) 2015-02-26
US10184088B2 (en) 2019-01-22
BR112015000528B1 (pt) 2022-01-18
US20140014555A1 (en) 2014-01-16
MX2015000320A (es) 2015-06-17
CA2878908A1 (en) 2014-01-16
ZA201500347B (en) 2016-01-27
JP2015528037A (ja) 2015-09-24
CO7250452A2 (es) 2015-04-30
NO2972050T3 (ru) 2018-07-21
CA2878908C (en) 2017-02-28
JP6172819B2 (ja) 2017-08-02
AU2013290283B2 (en) 2017-09-28

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US10184088B2 (en) Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefins or middle distillates and light olefins
US11072747B2 (en) Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
US10758883B2 (en) Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
JP7436503B2 (ja) ナフサ範囲材料を改良するための固体分離装置を組み込んだ段階的流動接触分解プロセス
US11286431B2 (en) Fluid catalytic cracking processes and apparatus
RU2804637C2 (ru) Процессы и устройство для крекинга с псевдоожиженным катализатором
RU2786474C1 (ru) Способ ступенчатого флюид-каталитического крекинга с использованием сепаратора твердых частиц с целью повышения качества материала лигроинового диапазона
NZ792307A (en) Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications
NZ792306A (en) Fluid catalytic cracking process and apparatus for maximizing light olefin yield and other applications

Legal Events

Date Code Title Description
MM4A Lapse of a eurasian patent due to non-payment of renewal fees within the time limit in the following designated state(s)

Designated state(s): AM AZ BY KG TJ