專利名稱：用于由兩個(gè)反應(yīng)器回收產(chǎn)物的方法和設(shè)備的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明一般性地涉及由催化反應(yīng)器中回收產(chǎn)物。相關(guān)技術(shù)描述流化床催化裂化(FCC)為通過使較重?zé)N在流化床反應(yīng)區(qū)中與催化顆粒材料接觸而實(shí)現(xiàn)的催化烴轉(zhuǎn)化方法。與加氫裂化相比，催化裂化中的反應(yīng)在不存在實(shí)質(zhì)加入的氫氣或氫氣消耗下進(jìn)行。當(dāng)裂化反應(yīng)進(jìn)行時(shí)，稱為焦炭的實(shí)質(zhì)量的高度含碳材料沉積在催化劑上以提供焦化或廢催化劑。蒸氣較輕產(chǎn)物在反應(yīng)器容器中與廢催化劑分離?？墒箯U催化劑經(jīng)受在惰性氣體如蒸汽下汽提以從廢催化劑中汽提出夾帶的含烴氣體。再生區(qū)操作內(nèi)使用氧氣的高溫再生將焦炭從可能已汽提的廢催化劑中燒掉。各種產(chǎn)物可由這種方法產(chǎn)生，包括石腦油產(chǎn)物和/或輕質(zhì)產(chǎn)物如丙烯和/或乙烯。在這種方法中，可使用單反應(yīng)器或雙反應(yīng)器。盡管通過使用雙反應(yīng)器設(shè)備可能招致另外的資本成本，但可操作一個(gè)反應(yīng)器以適于條件而使產(chǎn)物如輕質(zhì)烯烴包括丙烯和/或乙烯最大化。通?？赡苡欣氖鞘挂粋€(gè)反應(yīng)器中的產(chǎn)物收率最大化。另外，可能希望使來自一個(gè)反應(yīng)器的產(chǎn)物產(chǎn)量最大化，所述產(chǎn)物可再循環(huán)返回另一反應(yīng)器中以生產(chǎn)想要產(chǎn)物如丙烯。通常，如果使用兩個(gè)反應(yīng)器，則單一產(chǎn)物回收系統(tǒng)用于產(chǎn)物分離。還提出分離產(chǎn)物回收系統(tǒng)。非常需要兩個(gè)反應(yīng)器系統(tǒng)之間的協(xié)同作用最大化。定義如本文所用，以下術(shù)語具有相應(yīng)的定義。術(shù)語“連通”意指在操作上容許所列組件之間的材料流動。術(shù)語“下游連通”意指至少一部分流入下游連通對象中的材料可在操作上來自它連通的對象。術(shù)語“上游連通”意指至少一部分來自上游連通對象中的材料可在操作上流入它連通的對象中。 術(shù)語“直接連通”意指來自上游組件的流進(jìn)入下游組件而不經(jīng)歷由于物理分餾或化學(xué)轉(zhuǎn)化而導(dǎo)致的組成變化。術(shù)語“塔”意指蒸餾塔或用于分離一種或多種具有不同揮發(fā)度的組分的塔，其可具有在底部的再沸器且在頂部的冷凝器。除非另有指出，各塔包含在塔頂部的冷凝器以冷凝并使一部分頂部料流回流返回至塔的頂部和在塔底部的再沸器以氣化并將一部分底部料流送回塔的底部。可將塔的進(jìn)料預(yù)熱。頂部壓力為塔出口處頂部蒸氣的壓力。底部溫度為液體底部出口溫度。術(shù)語“Cx-”(其中χ為整數(shù))意指具有具有χ和/或更少碳原子，優(yōu)選X和更少碳原子的烴的烴料流。術(shù)語“Cx+”(其中χ為整數(shù))意指具有具有χ和/或更多碳原子，優(yōu)選χ和更多碳原子的烴的烴料流。術(shù)語“主要”意指多數(shù)，適當(dāng)?shù)刂辽?0重量％，優(yōu)選至少90重量％。發(fā)明概述
在一個(gè)方法實(shí)施方案中，本發(fā)明涉及一種催化裂化方法，其包括將第一烴進(jìn)料供入洗滌塔中，并將來自洗滌塔的烴進(jìn)料供入第一反應(yīng)器中。將催化劑輸送至第一反應(yīng)器中并與第一烴進(jìn)料接觸以提供第一裂化產(chǎn)物。將一部分第一裂化產(chǎn)物作為第二烴料流供入第二反應(yīng)器中。將催化劑輸送至第二反應(yīng)器中并與第二烴進(jìn)料接觸以提供第二裂化產(chǎn)物。將第二裂化產(chǎn)物供入洗滌塔中。在另一方法實(shí)施方案中，本發(fā)明涉及將一部分第一裂化產(chǎn)物氣化以提供第二烴進(jìn)料。在另一方法實(shí)施方案中，本發(fā)明涉及一種流化床催化裂化方法，其包括將第一烴進(jìn)料送入第一流化床催化裂化反應(yīng)器中，使其與來自第二流化床催化裂化反應(yīng)器的第二烴產(chǎn)物接觸。在一個(gè)設(shè)備實(shí)施方案中，本發(fā)明涉及一種催化裂化設(shè)備，其包含與洗滌塔連通的第一催化反應(yīng)器。第二催化反應(yīng)器與第一催化反應(yīng)器連通，且洗滌塔與第二反應(yīng)器連通。在可選擇的實(shí)施方案中，主塔與第一催化反應(yīng)器連通，且第二催化反應(yīng)器與主塔連通。在另一可選擇的實(shí)施方案中，脫丁烷塔與第一催化反應(yīng)器連通且石腦油分離塔與脫丁烷塔連通。 第二催化反應(yīng)器與石腦油分離塔連通。附圖簡述

圖1為本發(fā)明的示意圖。圖2為本發(fā)明可選擇實(shí)施方案的示意圖。圖3為本發(fā)明另一可選擇實(shí)施方案的示意圖。圖4為在氣體回收段上游具有石腦油分離塔的本發(fā)明另一實(shí)施方案的示意圖。圖5為圖4實(shí)施方案的更進(jìn)一步實(shí)施方案的示意圖。附圖詳述商業(yè)上需要能夠由常規(guī)原料產(chǎn)生高丙烯收率的FCC技術(shù)。盡管可以在常規(guī)FCC單元中通過調(diào)整工藝條件和催化劑組成而影響丙烯收率，但丙烯產(chǎn)量的限度受平衡限制。提高丙烯收率的一種方法是降低反應(yīng)器壓力以降低烯烴分壓。然而，降低反應(yīng)器壓力導(dǎo)致資本成本的大提高和使用成本的甚至更大的提高?？蛇x擇的解決方法是將輕石腦油由具有主塔和氣體回收單元的常規(guī)分離段供入主反應(yīng)器提升器中或供入第二反應(yīng)器提升器中。這些選擇均導(dǎo)致資本成本提高，但方法經(jīng)濟(jì)性比簡單地降低反應(yīng)器壓力更有利。如果技術(shù)人員使輕石腦油再循環(huán)至常規(guī)反應(yīng)器提升器中以提高丙烯收率，則資本成本輕微提高且使用成本基本不提高。如果代替地將再循環(huán)料流供入具有普通分離系統(tǒng)的第二提升器中，則丙烯收率可進(jìn)一步提高，但顯然資本和使用成本明顯提高但小于通過簡單地降低反應(yīng)器壓力。我們已發(fā)現(xiàn)丙烯收率可通過將來自第二提升器反應(yīng)器的流出物送入分開的分離段而更經(jīng)濟(jì)地提高至甚至更大的程度。采用雙提升器-雙分離段流程圖，可提高丙烯收率， 但與具有普通分離系統(tǒng)的相當(dāng)雙提升器提供的相比令人驚訝地顯著減少資本和使用成本。本發(fā)明為一種設(shè)備和方法，其可參考圖1所示四個(gè)組件描述第一催化反應(yīng)器10、 再生器容器60、第一產(chǎn)物分餾段90、氣體回收段120、第二催化反應(yīng)器200和第二產(chǎn)物分餾段230。本發(fā)明許多構(gòu)型是可能的，但本文中舉例顯示具體實(shí)施方案。認(rèn)為進(jìn)行本發(fā)明的所有其它可能實(shí)施方案在本發(fā)明范圍內(nèi)。例如如果第一和第二反應(yīng)器20、100不是FCC反應(yīng)器，則再生器容器60可以是任選的。常規(guī)FCC原料和較高沸點(diǎn)烴原料為第一 FCC反應(yīng)器的合適第一進(jìn)料8。最常用的這類常規(guī)原料為“減壓瓦斯油”(VGO)，其通常為通過將常壓渣油真空分餾而制備的沸程為 343-552°C (650-1025° F)的烴材料。這類餾分一般在可用于污染催化劑的焦炭前體和重金屬污染物方面是低的?？蓱?yīng)用本發(fā)明的重質(zhì)烴原料包括來自原油的重質(zhì)塔底產(chǎn)物、重質(zhì)浙青原油、頁巖油、浙青砂提取物、脫浙青殘?jiān)?、來自煤液化的產(chǎn)物、常壓和減壓還原原油。 用于本發(fā)明的重質(zhì)原料還包括以上烴的混合物且前述列舉是不全面的。此外，也可將另外量的進(jìn)料引入初始進(jìn)料點(diǎn)的下游。可將管線8中的第一進(jìn)料在洗滌塔30中預(yù)熱，下文會進(jìn)一步討論所述洗滌塔?？梢詾榇呋騀CC反應(yīng)器的第一反應(yīng)器10可包括第一反應(yīng)器提升器12和第一反應(yīng)器容器20。再生器催化劑管線14與第一反應(yīng)器提升器12上游連通。再生器催化劑管線 14將再生催化劑以通過控制閥調(diào)節(jié)的速率由再生器容器60通過再生催化劑入口輸送至反應(yīng)器提升器12中。來自分配器18的流化介質(zhì)如蒸汽促使再生催化劑料流向上通過第一反應(yīng)器提升器12。至少一個(gè)與第一反應(yīng)器提升器12上游連通的進(jìn)料分配器22將第一烴進(jìn)料 8優(yōu)選與惰性霧化氣體如蒸汽一起注射在整個(gè)催化劑顆粒流動料流上以將烴進(jìn)料分配給第一反應(yīng)器提升器12。當(dāng)烴進(jìn)料與催化劑在第一反應(yīng)器提升器12中接觸時(shí)，較重的烴進(jìn)料裂化以產(chǎn)生較輕的氣體第一裂化產(chǎn)物，而轉(zhuǎn)化焦炭和污染物焦炭前體沉積于催化劑顆粒上以產(chǎn)生廢催化劑。第一反應(yīng)器容器20與第一反應(yīng)器提升器12下游連通。所得氣體產(chǎn)物烴和廢催化劑的混合物連續(xù)向上通過第一反應(yīng)器提升器12并接收于第一反應(yīng)器容器20中，在那里將廢催化劑和氣體產(chǎn)物分離。一對分離臂M可切向和垂直地將氣體和催化劑的混合物通過一個(gè)或多個(gè)出口 26 (僅顯示一個(gè))從第一反應(yīng)器提升器12頂部排到分離容器觀中，所述分離容器進(jìn)行氣體與催化劑的部分分離。輸送導(dǎo)管線30運(yùn)送烴蒸氣，包括汽提烴、汽提介質(zhì)和夾帶的催化劑至第一反應(yīng)器容器20中的一個(gè)或多個(gè)旋風(fēng)分離器32中，在那里將廢催化劑與烴氣體產(chǎn)物流分離。分離容器觀部分置于第一反應(yīng)器容器20中并可被認(rèn)為是第一反應(yīng)器容器20的一部分。氣體導(dǎo)管線將分離的烴氣流由旋風(fēng)分離器32輸送至第一反應(yīng)器容器20中的收集室36中以經(jīng)由出口噴嘴送入產(chǎn)物管線88中并最終進(jìn)入產(chǎn)物分餾段90用于產(chǎn)物回收。浸入管線將催化劑由旋風(fēng)分離器32排到第一反應(yīng)器容器20中的下部床中。 具有吸附或夾帶的烴的催化劑可最終由下部床越過分離容器觀壁中限定的口進(jìn)入任選汽提段44中。在分離容器觀中分離的催化劑可經(jīng)由床直接進(jìn)入任選汽提段44中。流化分配器50將惰性流化氣體，通常蒸汽送入汽提段44中。汽提段44含有擋板52或其它裝置以促進(jìn)汽提氣體與催化劑之間的接觸。汽提的廢催化劑以比當(dāng)它進(jìn)入時(shí)或如果它未經(jīng)受汽提的話它所具有的更低的夾帶或吸附烴濃度離開第一反應(yīng)器容器20的分離容器觀的汽提段44。第一部分廢催化劑(優(yōu)選汽提的)通過廢催化劑導(dǎo)管線M離開第一反應(yīng)器容器20 的分離容器觀并以通過滑閥調(diào)節(jié)的速率進(jìn)入再生器容器60中。再生器60與第一反應(yīng)器 10下游連通。第二部分廢催化劑在再循環(huán)導(dǎo)管線56中以通過滑閥調(diào)節(jié)的速率由分離容器 28再循環(huán)返回提升器12的底部以再接觸進(jìn)料而不經(jīng)歷再生。第一反應(yīng)器提升器12可在任何合適的溫度下操作，通常在提升器出口 M處 150-580°C，優(yōu)選520-580°C的溫度下操作。在一個(gè)典型實(shí)施方案中，可能需要較高的提升器溫度，例如在提升器出口 M處不小于565°C，和69-517kPa (表壓)(10-75psig)，但通常小于275kPa (表壓M40psig)的壓力。催化劑油比基于進(jìn)入提升器底部的催化劑和進(jìn)料烴的重量可以為至多30 1，但通常4 1-10 1，可以為7 1-25 1。通常不將氫氣加入提升器中。蒸汽可等于進(jìn)料的2-35重量％進(jìn)入第一反應(yīng)器提升器12和第一反應(yīng)器容器 20中。然而，通常，蒸汽比率對于最大汽油產(chǎn)量可以為2-7重量％，對于最大輕質(zhì)烯烴產(chǎn)量可以為10-15重量％。催化劑在提升器中的平均停留時(shí)間可以為小于5秒。第一反應(yīng)器10中的催化劑可以為單一催化劑或不同催化劑的混合物。通常，催化劑包含兩種組分或催化劑，即第一組分或催化劑和第二組分或催化劑。這種催化劑混合物例如公開于US 7,312, 370B2中。一般而言，第一組分可包括用于FCC領(lǐng)域中的任何熟知催化劑，例如活性無定型粘土型催化劑和/或高活性結(jié)晶分子篩。沸石可在FCC方法中用作分子篩。優(yōu)選第一組分包括大孔沸石，例如Y型沸石、活性氧化鋁材料、粘合劑材料，包括二氧化硅或氧化鋁，和惰性填料如高嶺土。通常，適于第一組分的沸石分子篩具有大的平均孔徑大小。通常，具有大孔徑大小的分子篩具有由大于10，通常12元環(huán)限定、開口有效直徑大于0. 7nm的孔。大孔的孔徑大小指數(shù)可以為31以上。合適的大孔沸石組分可包括合成沸石，例如X和Y型沸石、絲光沸石(mordenite)和八面沸石。一部分第一組分如沸石可具有任何合適量的稀土金屬或稀土金屬氧化物。第二組分可包括中或更小孔的沸石催化劑，例如MFI沸石，如通過至少一種 ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48 和其它類似材料例示。其它合適的中或更小孔的沸石包括鎂堿沸石(ferrierite)和毛沸石。第二組分優(yōu)選具有分散在基體上的中或更小孔的沸石，所述基體包括粘合劑材料如硅石或氧化鋁和惰性填料如高嶺土。 第二組分還可包括一些其它活性材料如β-沸石。這些組合物可具有10-50重量％或更大的結(jié)晶沸石含量和50-90重量％的基體材料含量。含40重量％結(jié)晶沸石材料的組分是優(yōu)選的，可使用具有更大結(jié)晶沸石含量的那些。通常，中和更小孔的沸石特征在于具有小于或等于0. 7nm的有效孔開口直徑、10或更少元的環(huán)和小于31的孔徑大小指數(shù)。優(yōu)選第二催化劑組分為具有大于15，優(yōu)選大于75的硅鋁比的MFI沸石。在一個(gè)典型實(shí)施方案中，硅 鋁比可以為15 1-35 1。第一反應(yīng)器10中的總催化劑混合物可含有1-25重量％第二組分，包括中至小孔結(jié)晶沸石，優(yōu)選大于或等于7重量％第二組分。當(dāng)?shù)诙M分含40重量％結(jié)晶沸石，余量為粘合劑材料、惰性填料如高嶺土和任選活性氧化鋁組分時(shí)，催化劑混合物可含0. 4-10重量％ 中至小孔結(jié)晶沸石，優(yōu)選含量為至少2.8重量％。第一組分可包含余量催化劑組合物。在一些優(yōu)選實(shí)施方案中，混合物中第一和第二組分的相對比例在整個(gè)第一反應(yīng)器10中基本不變。作為催化劑混合物中第二組分的高濃度中或更小孔沸石可改善輕質(zhì)烯烴的選擇性。 在一個(gè)典型實(shí)施方案中，第二組分可以為ZSM-5沸石且催化劑混合物可包含0. 4-10重量％ ZSM-5沸石，任何其它組分如粘合劑和/或填料除外。再生器容器60與第一反應(yīng)器容器20下游連通。在再生器容器60中，焦炭通過與含氧氣體如空氣接觸而由輸送至再生器容器60中的一部分廢催化劑中燃燒以提供再生催化劑。再生器容器60可以為如圖1所示燃燒器類型的再生器，但其它再生器容器和其它流動條件可適于本發(fā)明。廢催化劑導(dǎo)管線M將廢催化劑通過廢催化劑入口供入由外壁56限定的第一或下部室62中。來自第一反應(yīng)器容器20的廢催化劑通常含有0. 2-2重量％的量的碳，所述碳以焦炭的形式存在。盡管焦炭主要由碳組成，但它可含有3-12重量％的氫以及硫和其它材料。含氧燃燒氣體，通?？諝猓ㄟ^導(dǎo)管線進(jìn)入再生器容器60的下部室62中并通過分配器64分配。當(dāng)燃燒氣體進(jìn)入下部室62中時(shí)，它接觸由廢催化劑導(dǎo)管線M進(jìn)入的廢催化劑并在快速流化流動條件下以可能至少1. lm/s(3. 5ft/s)的下部室62中燃燒氣體的表觀速度使催化劑上升。在一個(gè)實(shí)施方案中，下部室62可具有48-320kg/m3(3-201b/ ft3)的催化劑密度和1. 1-2. 2m/s(3. 5_7ft/s)的表觀氣體速度。燃燒氣體中的氧接觸廢催化劑并使含碳沉積物從催化劑中燃燒以使催化劑至少部分地再生并產(chǎn)生廢氣。下部室62中催化劑和燃燒氣體的混合物通過截頭圓錐體過渡段66上升至下部室 62的運(yùn)輸提升器段68中。提升器段68限定管線，所述管線優(yōu)選為圓柱形并優(yōu)選由下部室 62向上延伸。催化劑和氣體的混合物以比下部室62中更高的表觀氣體速度行進(jìn)。提高的氣體速度是由于相對于過渡段66以下的下部室62的橫截面降低的提升器段68橫截面。因此，表觀氣體速度可通常超過2. 2m/s (7ft/s)。提升器段68可具有小于80kg/m3 (51b/ft3) 的催化劑密度。再生器容器60還可包含上部或第二室70。催化劑顆粒和廢氣的混合物從提升器段68的上部排到上部室70中?；就耆偕拇呋瘎┛呻x開運(yùn)輸提升器段68的頂部，但還預(yù)期其中部分再生催化劑從下部室62離開的配置。排出通過脫離裝置72進(jìn)行，所述脫離裝置將大部分再生催化劑與廢氣分離。在一個(gè)實(shí)施方案中，流至提升器段68的催化劑和氣體沖擊脫離裝置72的橢圓形頂蓋并反向流動。催化劑和氣體然后通過脫離裝置72的向下定向的排出口離開。動量的突然損失和向下逆流導(dǎo)致大部分較重催化劑落入密集催化劑床中且較輕廢氣和次要部分的催化劑仍夾帶于其中以在上部室70中向上上升。旋風(fēng)分離器 75,76進(jìn)一步將催化劑與上升氣體分離并使催化劑通過浸入管線沉積在密集催化劑床內(nèi)。 廢氣通過氣體導(dǎo)管線離開旋風(fēng)分離器75、76并收集在充氣室82中以通過再生器容器60的出口噴嘴中并可能進(jìn)入廢氣或能量回收系統(tǒng)(未顯示)中。密集催化劑床中的催化劑密度通常保持在640-960kg/m3 (40-60lb/ft3)。流化導(dǎo)管線通過流化分配器將流化氣體，通常空氣輸送至密集催化劑床74中。在一個(gè)實(shí)施方案中，為促進(jìn)下部室62中焦炭的燃燒，可使來自上部室70中密集催化劑床的熱再生催化劑經(jīng)由再循環(huán)導(dǎo)管線(未顯示)再循環(huán)至下部室62中。再生器容器60通?？尚枰?4g空氣/kg除去的焦炭以獲得完全再生。當(dāng)更多的催化劑再生時(shí)，在第一反應(yīng)器10中可加工較大量的進(jìn)料。再生器容器60通常具有在下部室 62 中 594_704°C (1100-1300° F)和上部室 7O 中 649_760°C (1200-1400° F)的溫度。再生催化劑管線14與再生器容器60下游連通。通過控制閥使來自密集催化劑床的再生催化劑通過再生催化劑管線14由再生器容器60輸送返回第一反應(yīng)器提升器12中，當(dāng)繼續(xù)FCC 方法時(shí)，它在那里再次與管線8中的第一進(jìn)料接觸。管線88中來自第一反應(yīng)器10的第一裂化產(chǎn)物相對地不合催化劑顆粒且包含汽提流體，通過出口噴嘴離開第一反應(yīng)器容器20。管線88中的第一裂化產(chǎn)物蒸汽可在分餾以前經(jīng)受另外的處理以除去細(xì)催化劑顆?；蜻M(jìn)一步制備料流。管線88將第一裂化產(chǎn)物蒸汽輸送至產(chǎn)物分餾段90，所述產(chǎn)物分餾段在一個(gè)實(shí)施方案中可包含主分餾塔100和氣體回收段 120。主塔100為分餾塔，其具有塔板和/或沿著其高度放置的填料以使蒸氣和液體接觸并在塔板條件下達(dá)到平衡比例和一系列泵循環(huán)以冷卻主塔的內(nèi)容物。主分餾塔與第一反應(yīng)器10下游連通并可在35-172kPa(表壓)(5_25psig)的頂部壓力和 343-3990C (650-750° F)的底部溫度下操作。在產(chǎn)物回收段90中，管線88中的氣體FCC 產(chǎn)物送入FCC主分餾塔100的下部。將多種產(chǎn)物從主塔100中取出。在這種情況下，主塔 100回收頂部管線94中的包含未穩(wěn)定化石腦油和較輕氣體的輕質(zhì)產(chǎn)物頂部料流。頂部管線 94中的頂部料流在冷凝器中冷凝并可在它進(jìn)入與第一反應(yīng)器10下游連通的接收器98中以前在96表示的冷卻器浴中冷卻。管線102從接收器98中取出液化石油氣(LPG)和干氣的輕質(zhì)廢氣流。含水料流從接收器98的進(jìn)料斗取出。輕質(zhì)未穩(wěn)定化石腦油的底部液體料流經(jīng)由管線104離開接收器98。將第一部分底部液體料流送回主塔的上部并可將管線106 中的第二部分送入氣體回收段120中?？蓪⒐芫€102和106供入氣體回收段120中?？蓪追N其它餾分分離并從主塔中取出，包括管線108中的任選重質(zhì)石腦油料流、管線110中的輕循環(huán)油(LCO)、管線112中的重循環(huán)油(HCO)、管線114中的來自底部的重質(zhì)淤漿油?？苫厥杖魏位蛩泄芫€108-114的部分，同時(shí)可將其余部分冷卻并泵回主塔100中以通常在較高入口位置處冷卻主塔。輕質(zhì)未穩(wěn)定化石腦油餾分優(yōu)選具有(5范圍以下，即35°C (95° F)以下的始沸點(diǎn)(IBP)，和大于或等于127°C (260° F) 的溫度的終沸點(diǎn)(EP)。這些餾分的沸點(diǎn)使用稱為ASTM D86-82的程序測定。任選重石腦油餾分具有127°C 060° F)或以上的IBP和200°C (392 ° F)以上的溫度，優(yōu)選 204-2210C 000-430° F)，特別是216°C 020° F)的EP。如果沒有取出重石腦油餾分，則 LCO料流具有177°C (350° F)或以上的IBP，如果取出重石腦油餾分，則具有重石腦油的EP 溫度的 IBP，和洸0-371°C (500-700° F)，優(yōu)選;343°C (650° F)的 EP。HCO 料流具有 LCO 料流的EP溫度的IBP和371-427°C (700-800° F)，優(yōu)選399°C (750° F)的EP。重質(zhì)淤漿油料流具有HCO料流的EP溫度的IBP并包括在較高溫度下沸騰的每種物質(zhì)。氣體回收段120顯示為吸收基系統(tǒng)，但可使用任何蒸氣回收系統(tǒng)，包括冷箱系統(tǒng)。 為得到輕氣體組分的充分分離，將管線102中的氣體料流在壓縮機(jī)122(也稱為濕氣壓縮機(jī))中壓縮?？墒褂萌魏螖?shù)的壓縮機(jī)段，但通常使用二級壓縮。在二級壓縮中，將來自壓縮機(jī)122的壓縮流體冷卻并進(jìn)入級間壓縮機(jī)接收器124。管線126中來自壓縮機(jī)接收器124 底部的液體聯(lián)合管線106中的未穩(wěn)定化石腦油并一起在管線136中流入主吸收塔140的上部。管線128中的來自壓縮機(jī)接收器IM頂部的氣體進(jìn)入第二壓縮機(jī)130，也稱為濕氣壓縮機(jī)中。管線131中來自第二壓縮機(jī)130的壓縮流出物聯(lián)合管線138和142中的料流， 冷卻并供入第二壓縮機(jī)接收器132中。來自第二壓縮機(jī)接收器132頂部的壓縮氣體在管線134中行進(jìn)以進(jìn)入主吸收塔140的下部。來自第二壓縮機(jī)接收器132底部的液體料流在管線144中行進(jìn)至汽提塔146中。第一壓縮階段將氣態(tài)流體壓縮至345-1034kPa(表壓) (50-150psig)，優(yōu)選482-690kPa (表壓)(70-100psig)的壓力。第二壓縮階段將氣態(tài)流體壓縮至 lMl-2068kPa (表壓)(180-300psig)的壓力。將管線134中的氣態(tài)烴料流送入主吸收塔140中，在那里它與管線106中來自主塔接收器98的未穩(wěn)定化石腦油接觸以通過逆流接觸將較重?zé)N吸收到石腦油中而進(jìn)行C3+與 C2-烴之間的分離。主吸收塔140不使用冷凝器或再沸器，但可具有一個(gè)或多個(gè)泵循環(huán)(未顯示)以將塔中的材料冷卻。主吸收塔可在1034-2068kPa(表壓)(150-300psig)的頂部壓力和27-66°C (80-150° F)的底部溫度下操作。管線142中來自主吸收塔140底部的溶液中具有相對少量C2-材料的主要液體C3+料流返回冷凝器上游管線131中以冷卻并返回第二壓縮機(jī)接收器132中。將管線148中來自主吸收塔140頂部的廢氣流送入第二或海綿吸收塔150中。 從管線Iio輸送至第二吸收塔150中的管線152中的LCO循環(huán)料流吸收管線148中的廢氣流中的大多數(shù)殘余C5+和一些C3-C4材料。管線156中較富含C3+材料的來自第二吸收塔底部的LCO借助管線110的泵循環(huán)在管線156中返回主塔100中。第二吸收塔150 可在965-2000kPa (表壓)(140j90psig)的恰在主吸收塔140壓力以下的頂部壓力和 38-660C (100-150° F)的底部溫度下操作。包含主要C2-烴與硫化氫、胺和氫氣的第二吸收塔150的塔頂產(chǎn)物在管線158中取出并經(jīng)受進(jìn)一步分離以回收乙烯和氫氣。將管線144中來自第二壓縮機(jī)接收器132底部的液體送入汽提塔146中。大多數(shù)C2-在汽提塔146頂部取出并經(jīng)由頂部管線138返回管線131中而不首先經(jīng)受冷凝。管線131上的冷凝器會部分地冷凝管線138中的頂部料流，其中管線131中的氣體壓縮機(jī)排料和來自主吸收塔140的底部料流142 —起經(jīng)受在第二壓縮機(jī)接收器132中蒸氣-液體分離。汽提器可在1379-2206kPa(表壓)O00-320psig)的壓縮機(jī)130排料以上的壓力和 38-1490C (100-300° F)的溫度下運(yùn)行。將來自汽提塔146的包含C3+材料的液體底部料流經(jīng)由管線162送入脫丁烷塔160 中。脫丁烷塔160與第一反應(yīng)器10和主吸收塔140下游連通并將一部分來自第一反應(yīng)器10 的第一裂化產(chǎn)物分餾以提供C4-頂部料流和C5+底部料流。脫丁烷塔可在1034-17MkPa (表壓)(150-250psig)的頂部壓力和149-204°C (300-400° F)的底部溫度下操作。壓力應(yīng)保持盡可能低以保持再沸器溫度盡可能低，同時(shí)仍容許用典型冷卻設(shè)施完全冷凝而不需要制冷。管線164中來自脫丁烷器的頂部料流包含C3-C4烯烴產(chǎn)物，可將其送入與脫丁烷塔160 頂部下游連通的LPG分離塔170中。管線166中的底部料流可在用于將脫丁烷石腦油輸送至主吸收塔140并幫助C3+材料吸收的管線168與用于輸送至石腦油分離塔180的管線172 之間分離。在LPG分離塔170中，C3材料可在管線174中的頂部行進(jìn)至C3分離器以回收丙烯產(chǎn)物?？蓪⒐芫€176中來自底部的C4材料回收以混入汽油池中作為產(chǎn)物或進(jìn)一步加工。LPG 分離器 170 可在 69-207kPa(表壓)(10-30psig)的頂部壓力和 38_121°C (100-250° F)的底部溫度下操作。在一個(gè)實(shí)施方案中，石腦油分離塔180可與脫丁烷塔160底部下游連通。在石腦油分離塔180中，將輕石腦油料流，通常C5-C6或C5-C7料流從管線182中的頂部產(chǎn)物中回收用于汽油混合或進(jìn)一步加工。通常包含(7+材料的管線184中來自底部的重石腦油可被回收或進(jìn)一步加工。石腦油分離塔可在69-448kPa(表壓)(10-65psig)的頂部壓力和 121-232 050-450° F)的底部溫度下操作?？蓪⒃撍膲毫φ{(diào)整至不同的范圍以促進(jìn)熱集成和使動力消耗量最小化。在一個(gè)實(shí)施方案中，將管線176中的C4材料在蒸發(fā)器177中氣化以提供氣化(；料流178。可將管線182中的輕石腦油在蒸發(fā)器188中氣化以提供管線186中的氣化輕石腦油。管線178和186中的氣化料流可混合以提供管線190中的混合氣化輕石腦油料流?？蓪⒐芫€176和182中的料流在同一蒸發(fā)器中氣化?？蓪⒐芫€190中的氣化料流作為第二烴進(jìn)料輸送至第二催化反應(yīng)器200，所述第二催化反應(yīng)器與主分餾塔100的頂部、主吸收器 140的底部、LPG分離器的底部和石腦油分離器180的頂部下游連通。在一個(gè)實(shí)施方案中，可將管線190中的混合氣化輕石腦油料流在管線190中供入第二催化反應(yīng)器200中以前在換熱器中過熱。第二催化反應(yīng)器200可以為第二 FCC反應(yīng)器。盡管第二反應(yīng)器200描述為第二 FCC反應(yīng)器，但應(yīng)當(dāng)理解可使用任何合適的催化反應(yīng)器，例如固定床或流化床反應(yīng)器。可將第二烴進(jìn)料借助進(jìn)料分配器202在再循環(huán)進(jìn)料管線190中供入第二 FCC反應(yīng)器200中。第二進(jìn)料可以至少部分地由Cltl-烴組成，優(yōu)選包含C4-C7烯烴。第二烴進(jìn)料主要包含具有10 個(gè)或更少碳原子，優(yōu)選4-7個(gè)碳原子的烴。第二烴進(jìn)料優(yōu)選為在第一反應(yīng)器10中產(chǎn)生，在產(chǎn)物回收段90的主塔100中分餾并供入第二反應(yīng)器200中的一部分第一裂化產(chǎn)物。在一個(gè)實(shí)施方案中，第二反應(yīng)器與產(chǎn)物分餾段90和/或第一反應(yīng)器10下游連通，所述第一反應(yīng)器與產(chǎn)物分餾段90上游連通。第二反應(yīng)器200可包含第二提升器反應(yīng)器212。第二烴進(jìn)料與通過與第二反應(yīng)器提升器212上游連通的催化劑回流管線204輸送至第二反應(yīng)器200的催化劑接觸以產(chǎn)生裂化提升產(chǎn)物。催化劑可通過來自分配器206的惰性氣體如蒸汽流化。一般而言，第二反應(yīng)器200可在一定條件下操作以將輕石腦油進(jìn)料轉(zhuǎn)化成較小的烴產(chǎn)物。C4-C7烯烴裂化成一種或多種輕質(zhì)烯烴如乙烯和/或丙烯。第二反應(yīng)器容器220與第二反應(yīng)器提升器212下游連通以回收來自第二反應(yīng)器提升器的提升產(chǎn)物和催化劑。氣體提升產(chǎn)物烴和催化劑的混合物向上連續(xù)通過第二反應(yīng)器提升器212并接收到第二反應(yīng)器容器220中，在那里將催化劑與氣體烴提升產(chǎn)物分離。一對分離臂208可切向和水平地通過一個(gè)或多個(gè)出口 210(僅顯示一個(gè))將氣體和催化劑的混合物從第二反應(yīng)器提升器212的頂部排到第二反應(yīng)器容器220 中，該反應(yīng)器容器進(jìn)行氣體與催化劑的部分分離。催化劑可降至第二反應(yīng)器容器220內(nèi)的密集催化劑床。第二反應(yīng)器容器220中的旋風(fēng)分離器2M可進(jìn)一步將催化劑與第二裂化產(chǎn)物分離。其后可將第二裂化烴產(chǎn)物通過出口 2 從第二反應(yīng)器200中取出，所述出口通過第二裂化產(chǎn)物管線2 與第二反應(yīng)器提升器212下游連通。分離的催化劑可通過控制閥經(jīng)由再循環(huán)催化劑管線204從第二反應(yīng)器容器220再循環(huán)返回第二反應(yīng)器提升器212中以與第二烴進(jìn)料接觸。在一些實(shí)施方案中，第二反應(yīng)器200含有如上關(guān)于第一反應(yīng)器所述的第一和第二催化劑組分的混合物。在一個(gè)優(yōu)選實(shí)施方案中，第二反應(yīng)器200可含有小于20重量％，優(yōu)選小于5重量％第一組分和至少20重量％第二組分。在另一優(yōu)選實(shí)施方案中，第二反應(yīng)器 200可僅含第二組分，優(yōu)選ZSM-5沸石作為催化劑。第二反應(yīng)器200與再生器容器60下游連通并在管線214中接收來自那里的再生催化劑。在一個(gè)實(shí)施方案中，第一催化反應(yīng)器10和第二催化反應(yīng)器200分享同一再生器容器60。相同催化劑組合物可用于反應(yīng)器10、200中。然而，如果第二反應(yīng)器200中需要較高比例的小至中孔沸石，則加入第二反應(yīng)器200中的置換催化劑可包含高比例的第二催化劑組分。由于第二催化劑組分不會與第一催化劑組分同樣快地?fù)p失活性，需要將更少的催化劑藏量需要送入催化劑再生器60中，但更多的催化劑藏量可不再生地在回流管線204中再循環(huán)至提升器212中以保持第二反應(yīng)器200中高第二催化劑組分含量。管線216將廢催化劑從第二反應(yīng)器容器220輸送至再生器容器60，所述第二反應(yīng)器容器具有控制閥以限制來自第二反應(yīng)器200的催化劑流率。催化劑再生器經(jīng)由管線216與第二反應(yīng)器200下游連通。還可執(zhí)行用于在再生器60中將催化劑組合物從相應(yīng)反應(yīng)器中分離的方法。
第二反應(yīng)器提升器212可以在任何合適的條件下操作，例如425-705°C的溫度，優(yōu)選550-600°C的溫度，和40-700kPa(表壓)的壓力，優(yōu)選40_400kPa(表壓)的壓力，任選 200-250kPa(表壓)的壓力。通常，第二反應(yīng)器提升器212的停留時(shí)間可以小于5秒，優(yōu)選 2-3秒。示例性提升器和操作條件例如公開于US 2008/0035527A1和US 7，261, 807B2中。所公開設(shè)備和方法的一個(gè)獨(dú)特特征為來自第一和第二反應(yīng)器10、200的流出物的分開回收加工。我們驚訝地發(fā)現(xiàn)當(dāng)與在相同產(chǎn)物回收段中具有共混反應(yīng)器流出物的雙提升器反應(yīng)器系統(tǒng)相比時(shí)，第一和第二反應(yīng)器的產(chǎn)物的分開加工不僅產(chǎn)生較高的丙烯收率，而且降低資本成本和使用成本。分開的產(chǎn)物回收段導(dǎo)致第二烴進(jìn)料被鏈烷烴的較少稀釋，因此提供較富含烯烴的進(jìn)料。隨著第二烴進(jìn)料被鏈烷烴的較少稀釋，第二催化反應(yīng)器200的第二烴進(jìn)料速率較低且氣體回收段中C4+材料的再循環(huán)對于管線142中的主吸收器貧油而言受限。將管線228中的來自第二反應(yīng)器200的第二產(chǎn)物送入第二產(chǎn)物回收段230中。設(shè)備和方法的另一方面為在洗滌塔30中從管線228中的來自第二反應(yīng)器200的第二產(chǎn)物中熱回收。洗滌塔30與所述第二反應(yīng)器200下游連通并與第一反應(yīng)器10上游連通。圖1顯示在一個(gè)實(shí)施方案中，帶有第一反應(yīng)器10的第一烴進(jìn)料的第一烴進(jìn)料管線6在洗滌塔30 中與管線228中的第二產(chǎn)物接觸以將第一烴進(jìn)料6預(yù)熱并將管線228中的第二產(chǎn)物冷卻。 洗滌塔30與第一烴進(jìn)料管線6下游連通。將管線228中的第二產(chǎn)物流供入洗滌塔30的下部并以優(yōu)選逆流配置與由管線6供入洗滌塔30上部的第一烴進(jìn)料接觸。洗滌塔30可包含泵循環(huán)(未顯示)以提高熱回收，但沒有再沸器。第二產(chǎn)物流包含相對少量LCO、HCO和淤漿油，其隨著第二產(chǎn)物中的催化劑細(xì)粒被吸收到管線8中的第一烴進(jìn)料中，所述第一進(jìn)料在管線8中離開洗滌塔30底部。洗滌塔30將熱從第二產(chǎn)物流輸送至第一烴進(jìn)料流，其用于將第二產(chǎn)物流冷卻并將第一烴進(jìn)料流加熱，保存熱。通過該接觸，第一烴進(jìn)料6可因此被加熱至140-320°C并取得可能存在于第二反應(yīng)器200的第二產(chǎn)物中的催化劑。加熱的烴進(jìn)料在管線8中離開洗滌塔30。第一反應(yīng)器10經(jīng)由管線8與洗滌塔下游連通。吸收的催化劑可進(jìn)一步催化第一反應(yīng)器10中的反應(yīng)。洗滌塔在35-138kPa(表壓)(5-20psig)的頂部壓力和^8-343°C (550-650° F)的底部溫度下進(jìn)行。冷卻的第二產(chǎn)物在管線232中離開洗滌塔。冷卻的第二產(chǎn)物在頂部管線232中離開洗滌塔30，部分冷凝并進(jìn)入洗滌塔接收器234中。第二產(chǎn)物的液體部分返回洗滌塔30的上部并將第二產(chǎn)物的蒸氣部分送入與洗滌塔30和第二反應(yīng)器200下游連通的第三壓縮機(jī)MO中。第三壓縮機(jī)240可以為僅單級的或其后是一個(gè)壓縮機(jī)244或更多。在如圖1所示二級的情況下，將級間壓縮流出物冷卻并供入級間接收器M2中。將管線252中來自接收器M2的液體供入脫丙烷塔250中，同時(shí)將管線M6中的氣相引入第四壓縮機(jī)M4中。管線M8中壓力為1379-M13kPa(表壓) (200-350psig)的來自第四壓縮機(jī)M4的壓縮氣體第二產(chǎn)物流經(jīng)由管線252供入脫丙烷塔 250 中。脫丙烷塔250與第二反應(yīng)器200下游連通。在脫丙烷塔250中，發(fā)生壓縮第二產(chǎn)物流的分餾以提供C3-頂部料流和C4+底部料流。為避免不必要的重復(fù)設(shè)備，將帶有第二反應(yīng)器的第二產(chǎn)物的輕質(zhì)部分的脫丙烷塔頂部料流在氣體回收段120中加工。頂部管線154 將C3-材料頂部料流輸送至結(jié)合管線134中并進(jìn)入氣體回收段120中的主吸收塔140下CN 102549113 A部。來自C3-頂部料流的較重C3烴在主吸收塔140中吸收到石腦油料流中。這容許丙烯和干氣的共同回收并消除對雙重吸收系統(tǒng)或替代輕質(zhì)烯烴分離方案的需要。脫丙烷塔250以 1379-M13kPa(表壓)(200-;350psig)的頂部壓力和 121_177°C 050-350° F)的底部溫度操作。管線254中的脫丙烷底部料流離開脫丙烷塔250底部并通過管線2M進(jìn)入第二脫丁烷塔沈0。第二脫丁烷塔沈0與第二反應(yīng)器200下游連通。在第二脫丁烷塔沈0中，發(fā)生壓縮的第二產(chǎn)物流的脫丙烷部分的分餾以提供C4-頂部料流和C5+輕石腦油底部料流。頂部管線262輸送主要C4烴的頂部料流以經(jīng)受進(jìn)一步加工或回收。第二脫丁烷塔沈0以 276-690kPa(表壓)GO-lOOpsig)的頂部壓力和93_149°C 000-300° F)的底部溫度操作。 管線沈4中的脫丁烷底部輕石腦油料流離開第二脫丁烷塔沈0的底部，可將其進(jìn)一步加工或送入汽油池中。設(shè)備和方法具有提供來自第二產(chǎn)物回收段230的再循環(huán)材料而不影響氣體回收段120的靈活性。如果需要小的再循環(huán)流率以實(shí)現(xiàn)目標(biāo)丙烯收率，則在一個(gè)實(shí)施方案中，可將來自頂部管線262的氣化C4烴在冷凝以前在管線沈6中輸送并輸送至管線190中以再循環(huán)至第二反應(yīng)器中，在該實(shí)施方案中，第二反應(yīng)器200可與第二脫丁烷塔260的頂部下游連通。來自脫丁烷塔沈0的C4烴再循環(huán)可以用本文中任何其它實(shí)施方案實(shí)踐。在可選擇的實(shí)施方案中，將第一脫丁烷塔用第一脫丙烷塔代替并省去LPG分離塔以產(chǎn)生更能量有效和更低資本成本的設(shè)計(jì)。圖2顯示該可選擇實(shí)施方案。不同于圖1的圖 2中的元件通過具有撇號(‘)的參考數(shù)字表示。圖2中的所有其它件與圖1中相同。圖2中的氣體回收系統(tǒng)120’與圖1中不同。將來自汽提塔146的液體底部料流經(jīng)由管線162送入第一脫丙烷塔160’中。脫丙烷塔160’與第一反應(yīng)器10下游連通并分餾來自第一反應(yīng)器10的一部分第一裂化產(chǎn)物以提供C3-頂部料流和C4+底部料流。管線 164’中的來自脫丙烷塔的頂部料流包含C3烯烴產(chǎn)物，可將其送入可與脫丙烷塔160’頂部下游連通的丙烷/丙烯分離器(未顯示)中。管線166’中的底部料流可在用于將脫丙烷石腦油輸送至主吸收器140中以幫助C3+材料吸收的管線168與用于輸送至石腦油分離塔 180的管線172，之間分離。在一個(gè)實(shí)施方案中，石腦油分離塔180可與脫丙烷塔160’的底部下游連通。在石腦油分離塔180中，將輕石腦油料流，通常C4-C6料流從管線182’中的頂部產(chǎn)物中回收用于汽油混合或進(jìn)一步加工。可在冷凝以前取出頂部料流以確保取出蒸氣石腦油料流作為管線 190’中的第二烴進(jìn)料。通常包含C7+材料的來自管線184中的底部產(chǎn)物的重石腦油可被回收或進(jìn)一步加工。圖2中的第二產(chǎn)物回收段230’也與圖1中不同，其中脫丙烷塔250為第二脫丙烷塔且脫丁烷塔沈0為第一脫丁烷塔。如果需要較大的再循環(huán)速率以達(dá)到所需丙烯收率，則可將管線254’中的一部分第二脫丙烷塔塔底產(chǎn)物送入氣化器換熱器256中。管線258中的來自換熱器256的氣化C4+烴可通過聯(lián)合頂部管線182’中的輕石腦油料流以形成管線 190’而變成第二烴進(jìn)料的一部分。然后可將管線255中的未氣化液體部分送入脫丁烷塔 260中。在圖2的實(shí)施方案中，管線258中的脫丙烷蒸氣的再循環(huán)可以用本文任何氣體實(shí)施方案實(shí)踐。圖2的實(shí)施方案的所有其它部分可以與關(guān)于圖1所述的相同。圖3的實(shí)施方案從方法和設(shè)備中消除石腦油分離器，而是將側(cè)餾分從脫丁烷塔160”中取出以產(chǎn)生更能量有效和更低資本成本的設(shè)計(jì)。圖3中不同于圖1的元件通過具有雙撇號(”)的參考數(shù)字表示。圖3中所有其它件與圖1中的相同。圖3中的氣體回收系統(tǒng)120”與圖1中不同。將管線162中的來自汽提塔146的液體底部料流送入脫丁烷塔160”中。脫丁烷塔160”與第一反應(yīng)器10下游連通并分餾來自第一反應(yīng)器10的第一裂化產(chǎn)物以提供C4-頂部料流、C7+底部料流和在管線183中作為來自脫丁烷塔160”的側(cè)餾分的C5-C7烴中心餾分石腦油料流。分壁塔可用作脫丁烷塔160”， 但不是必須的。側(cè)餾分優(yōu)選在管線162的進(jìn)料進(jìn)入點(diǎn)以下的塔的下半部分中取出，還優(yōu)選為蒸氣側(cè)取物。管線164中的來自脫丁烷塔的頂部料流包含C3-C4烯烴產(chǎn)物，可將其送入與脫丁烷器160”的頂部下游連通的LPG分離器170中。管線166中的底部料流可在用于將脫丁烷石腦油送入主吸收塔140中以幫助C3+材料吸收的管線168與用于進(jìn)一步加工或回收的管線172”之間分離。在LPG分離器170中，可將C3材料從管線174中的頂部產(chǎn)物中送入C3分離器中以回收丙烯產(chǎn)物。來自管線176”中的底部產(chǎn)物的C4材料可被回收以混入汽油池中作為產(chǎn)物或進(jìn)一步加工。在該實(shí)施方案中，管線176”中的底部料流再沸騰并分離，其中一部分返回塔中，另一部分氣化C4烴在管線178中再循環(huán)。將管線178中的氣化料流與管線183中的蒸氣中心餾分餾分石腦油混合以形成管線190”中的輕石腦油料流。作為選擇，管線176” 中的底部料流可在典型再沸器中再沸騰，其中管線178中的再循環(huán)料流在分開的蒸發(fā)器換熱器(未顯示)中氣化。圖3中的第二產(chǎn)物回收段230”與圖1中不同。在該實(shí)施方案中，可輸送運(yùn)送在管線252的進(jìn)料進(jìn)入點(diǎn)以下的脫丙烷塔250”底部附近從蒸氣側(cè)取物中取出的脫丙烷材料的再循環(huán)管線258”以聯(lián)合側(cè)餾分管線183中的中心石腦油料流和管線178中的再沸蒸氣料流以形成管線190”。所有均為蒸氣料流，所以它們不需要經(jīng)受蒸發(fā)。在一個(gè)實(shí)施方案中， 將管線190”中的混合輕石腦油料流作為第二烴進(jìn)料輸送至與主分餾塔100頂部、LPG分離器底部、脫丁烷塔160”的側(cè)取口和脫丙烷塔250”的側(cè)取口下游連通的第二催化反應(yīng)器200 中。在一個(gè)實(shí)施方案中，可將管線190”中的混合輕石腦油料流在將它供入第二催化反應(yīng)器 200中以前在管線190”中過熱。優(yōu)選使來自脫丙烷塔250”底部的側(cè)餾分拉管線258”中來自塔底部附近的蒸氣側(cè)取物以提供C4+蒸氣和將管線254中的底部料流送入第二脫丁烷塔沈0中。將側(cè)蒸氣餾分從脫丙烷塔250”取出以作為第二烴進(jìn)料的一部分再循環(huán)的圖3的實(shí)施方案可用于本文其它實(shí)施方案中。在該實(shí)施方案中，優(yōu)選構(gòu)成管線190”中的第二烴進(jìn)料的所有料流均為蒸氣，從而消除蒸發(fā)器。在圖4所示實(shí)施方案中，石腦油分離器可位于主吸收塔的上游以改善氣體回收單元的效率。該實(shí)施方案的優(yōu)點(diǎn)是降低主吸收器貧油的分子量，以及使得可更有效地回收和加熱第二烴進(jìn)料。用位于主吸收器上游的石腦油分離器，第二烴進(jìn)料可作為蒸氣側(cè)取物從脫丁烷塔底部或再沸器中回收，因?yàn)橹厥X油在上游石腦油分離器中回收。圖4中不同于圖1的元件通過在百位上具有數(shù)字“4”的參考數(shù)字表示。圖4中所有其它項(xiàng)與圖1中相同。圖4中的氣體回收系統(tǒng)420與圖1中不同。氣體回收段420顯示為吸收基系統(tǒng)， 但可使用任何蒸氣回收系統(tǒng)，包括冷箱系統(tǒng)。除非另外指出，分餾塔中的溫度和壓力與關(guān)于圖1的大約相同。為得到輕氣體組分的充分分離，將管線102中的氣流在與主分餾塔頂部產(chǎn)物接收器98下游連通的壓縮機(jī)122(也稱為濕氣壓縮機(jī))中壓縮?？墒褂萌魏螖?shù)的壓縮機(jī)段，但通常使用二級壓縮。在二級壓縮中，來自壓縮機(jī)122的壓縮流體被冷卻并進(jìn)入與壓縮機(jī)122下游連通的級間壓縮機(jī)接收器IM中。管線4 中來自壓縮機(jī)接收器IM底部的液體和管線406中的來自主分餾塔頂部產(chǎn)物接收器98的未穩(wěn)定化石腦油流入與壓縮機(jī)接收器IM下游連通的石腦油分離器480中。在一個(gè)實(shí)施方案中，這些料流可聯(lián)合并一起流入石腦油分離器480中。在圖4所示實(shí)施方案中，管線426以比管線406更高的高度流入石腦油分離器480中。石腦油分離器480也與主分餾塔頂部產(chǎn)物接收器98的底部和第一反應(yīng)器10下游連通。在一個(gè)實(shí)施方案中，石腦油分離器480與主分餾塔100的頂部產(chǎn)物接收器98的底部和/或級間壓縮機(jī)接收器124的底部直接下游連通。管線128中的來自壓縮機(jī)接收器1 頂部的氣體進(jìn)入與壓縮機(jī)接收器IM下游連通的第二壓縮機(jī)130(也稱為濕氣壓縮機(jī))中。管線131中的來自第二壓縮機(jī)130的壓縮流出物與管線138和142的料流聯(lián)合，并將氣體組分部分冷凝并全部流入與第二壓縮機(jī)130下游連通的第二壓縮機(jī)接收器132中。來自第二壓縮機(jī)接收器132頂部的壓縮氣體在管線134中行進(jìn)以在比管線482 中的石腦油分離器頂部料流進(jìn)入點(diǎn)更低的點(diǎn)進(jìn)入主吸收器140中。主吸收器140與第二壓縮機(jī)接收器132的頂部下游連通。來自第二壓縮機(jī)接收器132底部的液體料流在管線144 中行進(jìn)至汽提塔146中。石腦油分離塔480可將石腦油分離成管線492中的重石腦油底部產(chǎn)物，通常C7+, 其可隨著其上打開的控制閥和管線285上關(guān)閉的控制閥而被回收，或隨著其上打開的控制閥和管線184上關(guān)閉的控制閥而在管線觀5中進(jìn)一步加工。來自石腦油分離塔480的頂部料流可將管線482中的輕石腦油，通常C7-材料運(yùn)送至主吸收塔140中。管線154中的來自脫丙烷塔250的頂部料流可聯(lián)合管線134中的壓縮氣流以進(jìn)入與石腦油分離塔480下游連通的主吸收塔140中。在該位置上，石腦油分離塔480可在以保持頂部產(chǎn)物為液相的頂部壓力，例如 344-3034kPa(表壓)(50_150psig)，和 135-191°C (275-375° F)的溫度下操作。管線134和154中供入主吸收塔140中的氣態(tài)烴料流與管線482中來自石腦油分離器頂部的石腦油接觸以通過逆流接觸時(shí)將較重?zé)N吸收到石腦油料流中而進(jìn)行C3+與 C2-烴之間的分離。將管線168中來自脫丁烷塔460底部的脫丁烷石腦油料流以比管線482 中的石腦油分離器頂部料流更高的高度輸送至主吸收塔140中以進(jìn)行C3+與C2-烴之間的進(jìn)一步分離。主吸收塔140不使用冷凝器或再沸器，但可具有一個(gè)或多個(gè)泵循環(huán)以冷卻塔中的材料。管線142中的來自主吸收塔底部的液體C3+料流返回冷凝器上游的管線131中以冷卻并返回第二壓縮機(jī)接收器132中。將管線148中來自主吸收器140頂部的廢氣流送入第二或海綿吸收器150的下端。管線152中的由管線110輸送的LCO循環(huán)料流通過逆流接觸而吸收大多數(shù)其余C5+材料和管線148中的廢氣流中的一些C3-C4材料。管線156中的來自第二吸收器底部的比管線152中的循環(huán)料流更富含C3+材料的LCO借助管線110的泵循環(huán)在管線156中返回至主塔90中。包含具有硫化氫的主要C2-烴干氣、胺和氫氣的第二吸收器150的頂部產(chǎn)物在管線158中除去并可經(jīng)受進(jìn)一步分離以回收乙烯和氫氣。將管線144中來自第二壓縮機(jī)接收器132底部的液體送入汽提塔146中。將大多數(shù)C2-材料從C3-C7材料中汽提并在汽提塔146的頂部產(chǎn)物中除去并經(jīng)由頂部管線138返回管線131中而不首先經(jīng)受冷凝。管線138中的來自汽提塔的包含(2_材料、LPG和一些輕石腦油的頂部氣體返回管線131中而不首先經(jīng)受冷凝。因此，僅輕石腦油在氣體回收段 420中再循環(huán)。管線131上的冷凝器會部分地冷凝來自管線138的頂部料流，其中管線131 中的氣體壓縮機(jī)排料和來自主吸收塔140的底部料流142會經(jīng)受在第二壓縮機(jī)接收器132 中蒸氣-液體分離。汽提塔146借助主吸收塔與第一反應(yīng)器10、第二壓縮機(jī)接收器132的底部、主吸收器140的底部和石腦油分離器480的頂部下游連通。管線162中的汽提塔146 的底部產(chǎn)物富含輕石腦油。圖4顯示可將來自汽提塔146的液體底部料流經(jīng)由管線162送入第一脫丁烷塔 460中。脫丁烷塔460與第一反應(yīng)器10、第二壓縮機(jī)接收器132的底部、主吸收器140的底部和石腦油分離器480的頂部下游連通。脫丁烷塔460可分餾來自第一反應(yīng)器10的一部分第一裂化產(chǎn)物以提供C4-頂部料流和C5+底部料流?？蓪⒐芫€466中的一部分脫丁烷塔底部產(chǎn)物在將脫丁烷石腦油輸送至主吸收塔140以幫助C3+材料吸收的管線168與管線472 之間分離，其中其上的兩個(gè)控制閥均打開，所述管線472可任選與管線406組合使脫丁烷石腦油再循環(huán)至石腦油分離器480中。如果需要的話，取決于一個(gè)或多個(gè)分開石腦油分離器 (未顯示)(其可以為一個(gè)分壁塔或一個(gè)或多個(gè)常規(guī)分餾塔)中的所需性能，另一部分底部產(chǎn)物脫丁烷石腦油可作為產(chǎn)物容納于管線473中，其中其上的控制閥打開，且管線472上的下游控制閥關(guān)閉，或進(jìn)一步分離成兩種或更多種餾分。管線164中來自脫丁烷塔的頂部料流包含C3-C4烯烴產(chǎn)物，可將其送入與脫丁烷塔460頂部下游連通的LPG分離塔170中。在LPG分離塔170中，可將C3材料在管線174中由頂部送入C3分離器中以回收丙烯產(chǎn)物。管線476中來自底部的C4材料可被回收用于混入汽油池中作為產(chǎn)物或進(jìn)一步加工。在一個(gè)實(shí)施方案中，可將管線476中的C4材料作為第二烴進(jìn)料輸送至與主分餾塔 100的頂部、主吸收器140的底部和LPG分離器170的底部下游連通的第二催化反應(yīng)器200 中。在一個(gè)實(shí)施方案中，管線476中的C4料流可在蒸發(fā)器488中氣化，氣化石腦油在管線 490中從那里離開并優(yōu)選在將它供入第二催化反應(yīng)器200中以前過熱。第二催化反應(yīng)器200 與氣化器488下游連通。在一個(gè)實(shí)施方案中，可將輕石腦油料流作為側(cè)餾分在管線483中從脫丁烷器460的一側(cè)取出?？蓪?cè)餾分從蒸氣側(cè)取出以避免必須在蒸發(fā)器中將液體料流氣化。管線483中的側(cè)餾分石腦油可與管線490中的氣化C4料流混合以提供管線191中的第二烴進(jìn)料，所以第二反應(yīng)器200可經(jīng)由蒸氣側(cè)取口與第一脫丁烷塔460下游連通。管線191上的換熱器可將氣化的第二烴進(jìn)料過熱。管線483的側(cè)取口應(yīng)在第一脫丁烷塔460 下半部分且在管線162的進(jìn)料入口以下。如果石腦油側(cè)餾分容納于管線483中，則非常小的流可在正常操作下通過管472上的控制閥取出并可省去。然而，如果它們行進(jìn)至脫丁烷塔460的話，則管線472仍可用于控制重石腦油的建立。圖4中第二反應(yīng)器200的操作一般性地如關(guān)于圖1所述。圖4中第二產(chǎn)物回收段 430的操作一般性地與圖1中相同，以下除外。設(shè)備和方法具有提供來自第二產(chǎn)物回收段 430的再循環(huán)材料而不影響氣體回收段420的靈活性。如果需要小的再循環(huán)流率以實(shí)現(xiàn)目標(biāo)丙烯收率，則可將來自第二脫丁烷塔260的頂部管線沈2的氣化C4烴在管線沈6中通過其上打開的控制閥輸送并輸送至管線476中。圖4顯示一種情況，其中輸送的C4烴不充分氣化，所以它們將運(yùn)輸LPG分離器底部料流中C4烴的管線476與進(jìn)料管線478結(jié)合。管線266和476中的兩種料流帶有C4烴，所以適于在蒸發(fā)器換熱器488中一起氣化。氣化C4烴在管線490中行進(jìn)并可在作為第二烴進(jìn)料一部分供入第二反應(yīng)器200中以前在換熱器中過熱。在另一實(shí)施方案中，可將來自石腦油分離器的底部料流在管線觀5中通過其上的打開控制閥輸送至第二石腦油分離塔290中。第二石腦油分離塔可具有插入進(jìn)料入口與管線四6的中間餾分產(chǎn)物出口之間的隔離壁四2。隔離壁具有與第二石腦油分離塔四0的相應(yīng)頂部和底部間隔開的頂和底端，所以流體可從一側(cè)至相對側(cè)在隔離壁292之上和之下流動。石腦油分離器可提供管線四4中的中石腦油頂部產(chǎn)物、管線四6中通過中間餾分產(chǎn)物出口的富芳烴石腦油產(chǎn)物和底部產(chǎn)物管線四8中的重石腦油。第二石腦油分離塔290可用于本文的任何實(shí)施方案中。在圖5所示的另一實(shí)施方案中，石腦油分離器如圖4所示保持在氣體回收段上游， 但將脫丁烷器用脫丙烷塔代替且刪除LPG分離塔，產(chǎn)生更能量有效且更低資本成本的設(shè)計(jì)，即使具有降低的靈活性。圖5中不同于圖4的元件通過在百位上具有數(shù)字“5”的參考數(shù)字表示。圖5中所有其它項(xiàng)與圖4中相同。圖5中的氣體回收段520與圖4的實(shí)施方案中的不同。可作為選擇將管線526中的級間壓縮機(jī)液體送入汽提塔146中。在該選擇方案中，管線526中的級間壓縮機(jī)液體在比管線144更高高度的進(jìn)入位置流入汽提塔146中。否則，管線526中的所有或一部分級間壓縮機(jī)液體流入石腦油分離器480中，如先前關(guān)于圖4所述。將來自汽提塔146的液體底部料流經(jīng)由管線162送入第一脫丙烷塔560中。第一脫丙烷塔560與第一反應(yīng)器10下游連通并分餾來自第一反應(yīng)器10的一部分第一裂化產(chǎn)物以提供C3-頂部料流和C4+底部料流。管線564中來自第一脫丙烷塔的頂部料流包含C3烯烴產(chǎn)物，可將其送入可與脫丙烷塔560的頂部連通的丙烷/丙烯分離器(未顯示)中。管線566中的底部料流可在用于將脫丙烷石腦油輸送至主吸收器140中以幫助C3+材料吸收的管線568與用于再循環(huán)至石腦油分離塔480的管線572或管線473中的產(chǎn)物回收之間分
1 O在一個(gè)實(shí)施方案中，可將輕石腦油料流作為在管線583中在管線162的進(jìn)料進(jìn)入點(diǎn)以下取出的側(cè)餾分從第一脫丙烷塔560 —側(cè)取出。側(cè)餾分可主要包含C4-C7烴。側(cè)餾分可以來自蒸氣側(cè)取口以避免在蒸發(fā)器中將液體料流氣化。管線583中的側(cè)餾分石腦油提供管線191中的所有第二烴進(jìn)料或可與再循環(huán)管線556中的蒸氣脫丙烷側(cè)取料流混合以提供管線191中的第二烴進(jìn)料。第二反應(yīng)器200可經(jīng)由蒸氣側(cè)取進(jìn)料管線583與第一脫丙烷塔 560下游連通。管線191上的換熱器可將氣化第二烴進(jìn)料過熱。與脫丙烷塔560和第二產(chǎn)物回收段530下游連通的第二反應(yīng)器200的操作一般如關(guān)于圖4所述。一個(gè)例外是在管線556中從第二脫丙烷塔250中取出以再循環(huán)至第二反應(yīng)器200中的蒸氣側(cè)取物。在該實(shí)施方案中，脫丙烷塔250為第二脫丙烷塔250且脫丁烷塔 260為第一脫丁烷塔沈0。該實(shí)施方案的所有其它方面可以與關(guān)于圖1所述的相同。沒有進(jìn)一步描述，相信本領(lǐng)域技術(shù)人員可使用先前的描述，最完整程度地使用本發(fā)明。因此，前述優(yōu)選的具體實(shí)施方案應(yīng)理解為僅是說明性的，且不以任何方式限制公開內(nèi)容的其余部分。在前文中，除非另有指出，所有溫度以。C描述，所有份和百分?jǐn)?shù)為重量計(jì)。另外，表述為打開或關(guān)閉的控制閥也可以部分地打開以容許流至兩個(gè)備用管線。 由先前描述中，本領(lǐng)域技術(shù)人員可容易地確定本發(fā)明的主要特征，且可不偏離其
精神和范圍地作出本發(fā)明的各種變化和改進(jìn)以使它適于各種用途和條件。
權(quán)利要求
1.一種流化床催化裂化方法，其包括使送入第一流化床催化裂化反應(yīng)器中的第一烴進(jìn)料與來自第二流化床催化裂化反應(yīng)器的第二烴產(chǎn)物接觸。
2.根據(jù)權(quán)利要求1的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括 將所述第一烴進(jìn)料供入洗滌塔中；將來自所述洗滌塔的所述第一烴進(jìn)料供入第一反應(yīng)器中；將催化劑輸送至所述第一反應(yīng)器中；使所述第一烴進(jìn)料與所述催化劑接觸以提供第一裂化產(chǎn)物；將一部分所述第一裂化產(chǎn)物作為第二烴進(jìn)料供入第二反應(yīng)器中；將催化劑輸送至所述第二反應(yīng)器中；使所述第二烴進(jìn)料與所述催化劑接觸以提供第二烴產(chǎn)物；和將所述第二烴產(chǎn)物供入所述洗滌塔中。
3.根據(jù)權(quán)利要求2的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括在將它供入所述第二反應(yīng)器中以前將一部分所述第一裂化產(chǎn)物氣化。
4.根據(jù)權(quán)利要求2的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括將一部分所述第一裂化產(chǎn)物脫丁烷以提供C4-頂部料流，并將C4烴從所述C4-頂部料流分離以提供所述部分的所述第一裂化產(chǎn)物。
5.根據(jù)權(quán)利要求4的催化裂化方法，其中所述脫丁烷步驟還產(chǎn)生石腦油側(cè)餾分，作為所述第一裂化產(chǎn)物的一部分提供所述石腦油側(cè)餾分作為所述第二烴進(jìn)料。
6.根據(jù)權(quán)利要求4的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括將脫丁烷石腦油底部料流在石腦油分離器中分離以提供輕石腦油料流作為所述第二烴進(jìn)料的一部分。
7.根據(jù)權(quán)利要求1的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括將一部分所述第一裂化產(chǎn)物脫丙烷以提供C4+底部料流，并將輕石腦油范圍烴從所述C4+底部料流分離以提供所述部分的所述第一裂化產(chǎn)物。
8.根據(jù)權(quán)利要求2的催化裂化方法，其進(jìn)一步包括提供所述第二烴產(chǎn)物的C4料流作為所述第二烴進(jìn)料的一部分。
9.一種催化裂化設(shè)備，其包含 與洗滌塔連通的第一催化反應(yīng)器；與所述第一反應(yīng)器連通的第二催化反應(yīng)器；和與所述第二反應(yīng)器連通的所述洗滌塔。
10.根據(jù)權(quán)利要求9的催化裂化設(shè)備，其進(jìn)一步包含與所述第一催化反應(yīng)器連通的主分餾塔和與所述主分餾塔連通的所述第二催化反應(yīng)器。
全文摘要
公開了用于催化轉(zhuǎn)化兩種進(jìn)料流的設(shè)備和方法。第一催化反應(yīng)器的進(jìn)料可與來自第二催化反應(yīng)器的產(chǎn)物接觸以進(jìn)行兩種料流之間的熱交換并將催化劑由產(chǎn)物流轉(zhuǎn)移至進(jìn)料流。第二催化反應(yīng)器的進(jìn)料可以為來自第一催化反應(yīng)器的一部分產(chǎn)物。
文檔編號B01J8/26GK102549113SQ201080043143
公開日2012年7月4日 申請日期2010年10月28日 優(yōu)先權(quán)日2009年11月9日
發(fā)明者J·A·卡菲什耶, L·E·倫納德, R·L·梅爾柏格 申請人:環(huán)球油品公司