高强度催化裂化原油的方法
高强度催化裂化原油的方法
【专利说明】
[0001] 相关申请
[0002] 本申请要求于2012年10月19日提交的临时专利申请USSN61/716, 051的优先权， 其内容在这里通过参考引入。
[0003] 发明背景
技术领域
[0004] 本发明涉及流化催化裂化方法，用于制备石油化学品例如烯烃和芳烃，以及改善 品质的馈出物广品。
【背景技术】
[0005] 烯烃（即乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯）和芳烃（即苯、甲苯和二甲苯）为在石化和 化学行业中广泛使用的基本基础材料。热裂化或者蒸汽热解为形成这些材料的主要类型的 方法，典型地在存在蒸汽，并且不存在氧气的情况下。用于蒸汽热解的原料可以包括石油气 和馏出物例如石脑油、煤油和粗柴油。这些原料的适用性通常为有限的，并且在原油炼制中 需要高成本的和能量密集的方法步骤。这些化合物还可以使用典型的重质原料，通过炼制 流化催化裂化（FCC)方法来制备，例如粗柴油或渣油。FCC装置制造全球市场上大部分的丙 稀。
[0006] 在FCC方法中，石油衍生的烃例如重质原料利用连续再生的保持为流化状态的酸 性催化剂来催化裂化。该方法的主更产品通常为汽油。其他产品通过FCC方法以更小的量 制造，例如液化石油气和裂化粗柴油。当较重进料接触热催化剂并被裂化为较轻产物的时 候，碳质沉积物（通常称为焦炭）会形成在催化剂上并令其失活。失活的或者用过的催化剂 与裂化产物分离，汽提掉可移除烃，并经过再生容器，焦炭在再生容器中在空气的存在下从 催化剂燃烧，从而制造充分再生的催化剂。燃烧产物作为烟气从容器移除。加热的再生催 化剂随后被回收至FCC装置中的反应区。FCC方法的总体描述公开于美国专利5, 372, 704， 其公开内容在这里通过参考全文引入。
[0007] 图1绘制了通常类型的用于为来自原油的常压渣油（350°C+)提质的技术的范围。 将在FCC方法中转化的进料应当满足特定的标准，其金属含量和康拉逊残碳值（CCR)或兰 氏（Ramsbottom)碳含量应为如在图1中所示。例如，渣油具有大比例的难熔组分，例如多 元环芳烃，其难于裂化，并且促使在催化裂化反应过程中形成的焦炭之外的焦炭的形成。由 于高康拉逊残碳值，再生装置上的燃烧负荷需要不断改进和升级。此外，这些进料可能会包 含大量的金属，包括镍和钒，其会令FCC催化剂快速失活。
[0008] 限制FCC进料中渣油的含量已经成为控制再生温度最为常用的方法。已经给出这 样的考虑，即整合催化剂冷却器和两级再生装置系统。含有高至约3wt%CCR的进料可以在 单级再生装置中加工，在单级再生装置和催化剂冷却器中提高至6-7wt%CCR，并且在具有 催化剂冷却器的两级装置中提高至约l〇-llwt%CCR。还已知的是，在裂化之前加氢处理重 质进料以克服这些问题，这需要更高的资金成本和补充氢源。图2示出全世界FCC方法中 常规使用的进料的分布[SFAPacific，阶段8]。
[0009] 其他更轻质的原料，例如烯烃或链烷石脑油，也被认为是用于优化丙烯产率 的可能的FCC进料。由于在形成FCC装置的热平衡所必需的焦炭方面相对低的趋势， 对于传统FCC方法中的各种构造，已经提出了石脑油共处理机制[CatalysisToday 106(2005)62-71]。已知的是，将石脑油与进料合并，并将该合并的进料通过相同的注入装 置引入，经由进料注入系统下游的提升管引入石脑油进料，在进料注入装置的上游注入石 脑油进料（其中以比传统裂化在更高的温度和催化剂-油比（C/0)进行裂化），并整合第二 反应区，轻质石脑油馏分在其中以更高的强度水平裂化。
[0010]FCC方法的常规原料通常以相对有限的量提供，并且来源于炼厂中高成本的和能 量密集的加工步骤。为了能够响应对于石油化学品例如丙烯持续增长的需求，可以以更大 量提供其他类型的进料例如未加工原油，对于生产商来说是吸引人的。使用原油进料将使 在这些必需的石油化学品的制备中炼制产生瓶颈的可能性最小化或消除。
[0011] 在常规的石油化学品生产方法中，未加工原油的转化具有挑战性。在FCC方法的 情况中，主要的关注点在于催化剂由于存在相对高含量的金属和焦炭前驱体而导致的加速 失活。
[0012] 此外，操作条件例如温度可能难以限定，因为原油进料具有非常广的沸点温度范 围。原油包含不同的组分，其具有不同的裂化反应活性。在较低的沸点温度馏分中发现的 组分例如石脑油范围内的链烷烃，与例如比在较重质的沸点温度馏分中存在的环烷烃组分 的烷基侧链相比，典型地具有小得多的反应活性。根据已知的教导，相对于常规FCC方法来 说，应用于进料中相对更宽范围的沸点温度的操作条件使不同组分的最优转换最小化。这 由Corma等人[AppliedCatal.A:General265(2004) 195]清楚地阐述，其中由 15wt%轻 质直馏（LSR)石脑油和85wt%柴油组成的进料在微下降管测试装置中裂化。在550°C的操 作温度，使用两种催化剂的共混物，包括经设计以促进石脑油裂化的催化剂，LSR石脑油并 不会裂化，而是作用为用于粗柴油的稀释剂，并降低总体粗柴油转化率。
[0013] 常规已知的和可商业操作的FCC装置和方法可以采用多反应器级，并且依赖于石 脑油和粗柴油至渣油范围的原料，其在可利用性上是有限的或者必须经过高成本的和能量 密集的炼厂加工步骤。因此，产业中仍然需要高效FCC装置和方法，其可以使石油化学品例 如轻质烯烃如丙烯的生产最大化，同时使用于制备原料的炼厂加工步骤的需要最小化或消 除。
[0014] 发明概述
[0015]本文的系统和方法提供了涉及使轻质烯烃和特别是丙烯生产最大化的流化催化 裂化方法，该方法使用容易获得的未加工原油作为初始原料，在两个下流式反应区内在高 强度条件下操作。在FCC方法和系统中，原料为全馏分原油原料，并被直接转化为轻质烯烃 和其他产物。进料被分离为高沸点馏分和低沸点馏分，并在单独的FCC下流式反应器中处 理。从两个下流式反应器合并的催化剂在共同的容器中再生。来自低沸点馏分下流式反应 器的催化剂颗粒中的低碳含量不足以提供必需的热量。通过合并来自具有高碳含量的高沸 点馏分的催化剂颗粒，有助于提供用于再生的额外热量。
[0016] 如在这里所使用的，术语"原油"应理解为是指石油液体和气体的混合物，包括杂 质例如含硫化合物、含氮化合物和金属化合物，与原油馏分相区别。在一些实施方案中，原 油原料为经最低程度处理的轻质原油，以提供总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残 碳值小于5wt%的原油原料。更广范围的原油可适用于本方法，包括具有低焦炭形成倾向的 轻质级原油，特别是在重质循环油和/或淤浆油再循环至处理轻质馏分的下流式反应器的 实施方案中，由此，再循环物流保持操作的热平衡。
[0017] 本发明方法的其他方面、实施方案和优点将在下文详细地讨论。此外，应当理解的 是，上文的信息和下文的详细说明均仅为不同方面和实施方案的说明性实施例，并且意图 提供用于理解所要求保护的技术特征和实施方案的性质和特点的概述或框架。附图为说明 性的，并且提供对本发明方法的不同方面和实施方案的进一步理解。
【附图说明】
[0018] 本发明将在下文参考附图进行更加详细的描述，其中：
[0019] 图1为用于使源自不同来源的原油的常压渣油（350°C+)提质的常规类型技术的 残碳含量相对于金属（Ni和V)的绘图；
[0020] 图2为饼图，示出在全世界FCC方法中常规使用的原料的分布；
[0021] 图3为文本描述的方法的流程图；并且
[0022] 图4为本文描述的双反应区FCC方法的示意图。
[0023] 发明详述
[0024] 包括集成FCC方法和系统的工艺流程图在图3中示出。集成系统100总体上包括 闪蒸塔120、具有两个下流式反应器130和140的高强度FCC区以及再生器区150。
[0025] 闪蒸塔120包括接收原料的入口 121，用于排出低沸点馏分的出口 123和用于排出 高沸点馏分的出口 125。
[0026] 下流式反应器130包括用于接收低沸点馏分的、与闪蒸塔120的出口 123流体连 通的入口 131，用于接收再生催化剂的入口 133。下流式反应器130还包括用于排出裂化产 物的出 口 135,和用于排出废催化剂的出口 137。在一些任选的实施方案中，重质渣油物流 184也被引入至下流式反应器130中。
[0027] 下流式反应器140包括用于接收高沸点馏分的、与闪蒸塔120的出口 125流体连 通的入口 141，用于接收再生催化剂的入口 143。下流式反应器140还包括用于排出裂化产 物的出口 145,和用于排出废催化剂的出口 147。由出口 135和145排出的裂化产物159在 分离区180中分离，通常用以制备裂化产物182和任选地再循环至下流式反应器130的循 环油184,如文本所描述的。
[0028] 每个下流式反应器均包括与之相关的混合区、分离器和催化剂汽提区，如参照图4 更加详细地示出和描述的。
[0029] 再生装置150由下流式反应器130、140所共享，并且包括用于接收废催化剂的、与 下流式反应器130的出口 137流体连通的入口 151，和用于接收废催化剂的、与下流式反应 器140的出口 147流体连通的入口 153。再生装置150还包括用于排出再生催化剂的、与下 流式反应器130的入口 133流体连通的出口 155,和用于排出再生催化剂的、与下流式反应 器140的入口 143流体连通的出口 157。
[0030] 供给至闪蒸塔120的适宜原料为总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残碳值 小于5wt%的原油。这种原料首先被送至闪蒸塔120,从而被分馏为低沸点馏分123和高沸 点馏分125。闪蒸的温度范围使得高沸点馏分125包含小于10wt%的康拉逊残碳和小于lOppm的总金属。
[0031] 文本描述的集成方法中所使用的FCC系统的详细图示在图4中提供。FCC系统包 括两个反应区l〇a和10b，两个气固分离区20a和20b，两个汽提区30a和30b，再生区40， 输送管线50,催化剂料斗60以及两个混合区70a和70b。
[0032] 混合区70a具有用于接收低沸点馏分的入口 2a，用于接收再生催化剂的入口la， 和用于排出烃/催化剂混合物的出口。反应区l〇a具有用于接收烃/催化剂混合物的、与 混合区70a的出口流体连通的入口，和用于排出裂化产物和废催化剂的混合物的出口。分 离区20a包括用于接收裂化产物和废催化剂的混合物的、与反应区10a的出口流体连通的 入口，用于排出分离的裂化产物的出口 3a，和用于排出含有剩余烃的废催化剂的出口。汽提 区30a包括用于接收含有剩余烃的废催化剂的、与分离区20a的出口流体连通的入口，和用 于接收汽提蒸汽的入口 4a。汽提区30a还包括用于排出回收产物的出口 5a，和用于排出废 催化剂的出口 6a。
[0033] 混合区70b具有用于接收高沸点馏分的入口 2b，用于接收再生催化剂的入口lb， 和用于排出烃/催化剂混合物的出口。反应区l〇b具有用于接收烃/催化剂混合物的、与 混合区70b的出口流体连通的入口，和用于排出裂化产物和废催化剂的混合物的出口。分 离区20b包括用于接收裂化产物和废催化剂的混合物的、与反应区10b的出口流体连通的 入口，用于排出分离的裂化产物的出口 3b，和用于排出含有剩余烃的废催化剂的出口。汽提 区30b包括用于接收含有剩余烃的废催化剂的、与分离区20b的出口流体连通的入口，和用 于接收汽提蒸汽的入口 4b。汽提区30b还包括用于排出回收产物的出口 5b，和用于排出废 催化剂的出口 6b。
[0034] 再生区40包括用于接收燃烧气体的入口 7,用于接收废催化剂的、与汽提区30a的 出口 6a流体连通的入口，用于接收废催化剂的、与汽提区30b的出口 6b流体连通的入口， 和用于排出热再生催化剂的出口。
[0035] 输送管线50包括用于接收热再生催化剂的、与再生区40的出口流体连通的入口， 和用于排出适度冷却的再生催化剂的出口。
[0036] 催化剂料斗60包括用于接收冷却的再生催化剂的、与输送管线50的出口流体连 通的入口，用于排出燃料气体的出口 6,用于排出再生催化剂的、与混合区70a的入口la流 体连通的出口，和用于排出再生催化剂的、与混合区70b的入口lb流体连通的出口。
[0037] 在采用于图3中所示的布置的方法中，总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊 残碳值小于5wt%的原油原料在闪蒸塔120中在一定温度范围中分馏为低沸点馏分123和 高沸点馏分125,使得高沸点馏分125包含小于10wt%的康拉逊残碳值和小于lOppm的总 金属。如在下文更加详细地描述的，馏分123、125随后分别被送至FCC装置的下流式反应 器130、140。任选地，渣油物流184还可与低沸点馏分123 -起被引入至下流式反应器130 中。该物流184可以是来自下游FCC装置产物分离器180或者来自其他来源（未示出）的 再循环的循环油或者淤浆油。送至处理轻质馏分的下流式反应器的另外的进料导致更高 的焦炭产率，其将在再生装置中被进一步燃烧。来自两个反应区的产物159被送至分馏器 180,在这里将重质馏分产物从产物物流159中移除。当需要的时候，由裂化反应获得的循 环油和/或淤浆油、物流184 (例如部分转化或未转化的烃）再循环。再循环的进料与轻质 沸点馏分物流123例如在图4中描述的混合区70a中相混合，并被送至下流式反应器中，其 中更高的温度允许更高的焦炭产率在再生装置中进一步燃烧，以确保维持热平衡。
[0038] 如在图4中所示的，来自再生装置区域40的热催化剂在出油井或料斗60中被接 收，在其通过管线la和lb被引入至各自的混合区70a和70b之前，使其在这里稳定化。
[0039] 低沸点馏分通过入口 2a被引入至混合区70a，并与通过入口la被输送至混合 区70a的再生催化剂相混合。混合物被送至反应区10a，并在如下的条件下裂化：温度范 围为约932-1300°F(约500-704°C)，并且在一些实施方案中为约1022-1292°F(约 550-700°C);催化剂-油比范围为约20 : 1至60 : 1;并且停留时间范围为约0.2至2 秒。裂化产物和废催化剂的混合物被送至分离区20a，并被分离为通过出口 3a排出的裂化 产物和输送至汽提区30a的废催化剂。裂化产物包括乙烯、丙烯、丁烯、汽油（由其可以获 得芳径，例如苯、甲苯和二甲苯），以及来自裂化反应的其他副产物。裂化产物可以在隔离的 回收段（未示出）中单独地回收，或者合并用于进一步分馏，并最终通过出口 159回收（图 3)。废催化剂利用通过入口 4a被引入的汽提蒸汽在汽提区30a中洗涤。其余的烃气体经 过旋风分离器（未示出），并通过出口 5a被回收，并且净化的废催化剂通过出口 6a被输送 至再生区40。
[0040] 高沸点馏分通过入口 2b被引入至混合区70b，并与通过入口lb被输送至混合 区70b的再生催化剂相混合。混合物被送至反应区10b，并在如下的条件下裂化：温度 范围为约932-1300 °F(约500-704°C)，并且在一些实施方案中为约932-1202 °F(约 500-650°C);催化剂-油比范围为约20 : 1至40 : 1;并且停留时间范围为约0.2至2 秒。裂化产物和废催化剂的混合物被送至分离区20b，并被分离为通过出口 3b排出的裂化 产物和输送至汽提区30b的废催化剂。裂化产物包括乙烯、丙烯、丁烯、汽油，以及来自裂化 反应的其他副产物。裂化产物可以在隔离的回收段（未示出）中单独地回收，或者合并用 于进一步分馏，并最终通过出口 159回收（图3)。废催化剂利用通过入口 4b被引入的汽提 蒸汽在汽提区30b中洗涤。其余的烃气体经过旋风分离器（未示出），并通过出口 5b被回 收，并且净化的废催化剂通过出口 6b被输送至再生区40。
[0041] 在再生区40中，废催化剂通过在通过入口 7被引入的燃烧气体例如压缩空气的存 在下的受控燃烧而再生。再生催化剂通过传输管线50被提升，从而提供反应区10a和10b 中用于吸热裂化反应的热量。
[0042] 来自再生区40的再生催化剂被传送至催化剂料斗60,其作用为气固分离器，用于 通过出口 6移除包含焦炭燃烧副产物的燃料气体。再生催化剂通过下降管管线la和lb被 分别再循环至混合区70a和70b。
[0043] 本文描述的方法中使用的催化剂可以是在FCC过程中使用的常规已知的或者未 来开发的催化剂，例如沸石、二氧化硅-氧化铝、一氧化碳燃烧促进剂添加剂、渣油裂化添 加剂 、轻质烯烃生产添加剂和在FCC方法中常规使用的任意其他的催化剂添加剂。在一些 实施方案中，FCC方法中合适的裂化沸石包括沸石Y、REY、USY和RE-USY。为了提高石脑油 裂化潜力，可以使用优选的成形的选择性催化剂添加剂，例如如在FCC方法中使用的，用以 生产轻质烯烃并提高FCC汽油辛烷值，为ZSM-5沸石晶体或其他五元环类型的催化剂结构。 这种ZSM-5添加剂可以与裂化催化剂沸石和常规FCC催化剂中的基体结构混合，并且特别 适用于使下流式反应区中原油馏分的裂化最大化和最优化。
[0044] 据此，本发明的方法使用原油作为原材料，无需预处理或者利用最少的预处理来 降低康拉逊残碳值和总金属含量，用于在具有两个以高强度模式操作的下流式反应器的 FCC方法中直接转化为轻质烯烃。
[0045] 特别的优点涉及由反应区10b中的高沸点馏分的裂化反应产生的焦炭量，它将会 补偿由反应区l〇a中的低沸点馏分的裂化反应形成的有限的焦炭量。例如，在作为低沸点 馏分的链烷石脑油进料的裂化中，总体装置运行效率会由于在反应器中的裂化反应过程中 产生的有限的焦炭量而受到不利的影响。所产生的焦炭量不足以在催化剂再生过程中产生 足够的热量，以使石脑油裂化反应发生在下流式反应器中。通过对比，在第二下流式反应器 中作为高沸点馏分的重质油裂化过程中产生的焦炭，超过对下流式反应器l〇a和10b提供 所需要的热量。在本发明的方法中，通过在容器40中在再生过程中混合来自两个来源的废 催化剂，该热量通过再生催化剂由再生装置转移至两个下流式反应器。
[0046] 出于这种简化的示意性描述和说明的目的，并未包括通常使用的并且为流化催化 裂化领域的普通技术人员所熟知的大量的阀、温度传感器、电子控制器等。并未示出常规的 加氢裂化装置中的附属部分，例如泄放物流、废催化剂排出子系统和催化剂更换子系统。此 外，未示出常规FCC系统中的附属部分，例如空气源、催化剂料斗和燃料气体处理。 实施例
[0047] 下文的实施例详细描述了阿拉伯超轻质原油的流化催化裂化，用以证明与在单独 的下降管中裂化原油物流相比，通过采用双下降管，令轻质馏分和重质馏分在单独的下降 管中裂化所提供的增强。
[0048] 对比例1
[0049] 作为第一对比例，全部原油进料流在600°C和31的催化剂-油比下催化裂化。
[0050] 实施例1
[0051] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均传送至双下降管构造的分别的下降管，用于在两个下降 管中以600°C的裂化温度催化裂化。各下降管均以31的催化剂-油比来操作。汽油产率对 于重质馏分来说为45. 8wt%，并且对于轻质馏分来说为54. 2wt%。
[0052] 对比操作和新操作的全部产物产率在表1中示出，其中双下降管构造中的产物被 重组。
[0053]
[0054] 对比例2
[0055] 作为第二对比例，全部原油进料流在600°C和20的催化剂-油比下催化裂化。
[0056] 实施例2
[0057] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均被送至双下降管构造的分别的下降管，用于在两个下降 管中以600°C的裂化温度催化裂化。各下降管均以20的催化剂-油比来操作。对比操作和 新操作的产物产率在表2中示出，其中双下降管构造中的产物被重组。
[0058]
[0059] 实施例3
[0060] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均被传送至双下降管构造的分别的下降管，用于催化裂 化。用于重质馏分的下降管在600°C的裂化温度和31的催化剂-油比下运行，用于轻质馏 分的下降管在640°C的裂化温度和32的催化剂-油比下运行。对比操作（对比例1)和新 操作的产物产率在表3中示出，其中双下降管构造中的产物被重组。
[0061]
[0062] 可以观察到，在600°C温度的相同裂化温度下，在使用单独的下降管机制或者本文 公开的双下降管机制的方法中会获得相似产率的丙烯、丁烯、乙烯、干气和焦炭。然而，汽油 组分产率，如使用PI0NA分析所示出的（其中确定链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃和芳烃化 合物的含量），证明了定性的改进。特别地，尽管总体汽油产率相似，如在上文的表1和2 中所示的，但是源自双下降管构造的汽油品质通过生产更高含量的芳烃和烯烃以及更低含 量的链烷烃、异链烷烃和环烷烃而得到改进。据此，当低沸点馏分和高沸点馏分被分别裂化 时，与原油进料在单独的下降管中裂化的机制相比，改进了研宄法辛烷值（R0N)和马达法 辛烷值（M0N)等级。表4概括了本文公开的实施例和对比例的PI0NA分析。
[0063]
[0064] 本发明的方法和系统已在上文和附图中进行了描述；然而，对于本领域技术人员 来说，调整将是显然的，并且本发明的保护范围通过所附权利要求书来确定。
【主权项】
1. 用于处理总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残碳值小于5wt%的原油原料的 方法，该方法包括： 将所述原料分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，其中所述分馏在一定温度范围内实施， 该温度范围使得生产的该高沸点馏分具有小于l〇wt%的康拉逊残碳值和小于IOppm的总 金属； 在预定量的催化剂存在下，在流化催化裂化装置的第一下流式反应区内裂化该低沸点 馏分，以产生第一裂化产物物流和废催化剂； 在预定量的催化剂存在下，在该流化催化裂化装置的第二下流式反应区内裂化该高沸 点馏分，以产生第二裂化产物物流和废催化剂； 其中第一和第二下流式反应区中的每一个包括混合区、分离区和催化剂-汽提区， 和 在共同的再生区中，再生来自第一和第二下流式反应区的废催化剂，并将再生的催化 剂再循环回到第一和第二下流式反应区；和 回收第一和第二裂化产物物流， 其中通过燃烧在来自高沸点馏分反应区的焦炭形成增加的催化剂颗粒上形成的焦炭 而形成的热量，克服了与在来自低沸点馏分反应区的催化剂颗粒上焦炭形成减少相关的局 限性。2. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应器中的催化剂-油比范围为 20 : 1 至 60 : 1〇3. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应器中的催化剂-油比范围为 20 : 1 至 40 : 1〇4. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的温度范围为500 °C至 704。。。5. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的温度范围为550°C至 700。。。6. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的温度范围为500 °C至 704。。。7. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的温度范围为500 °C至 650。。。8. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的停留时间为0. 2秒至5秒。9. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的停留时间为0. 2秒至2秒。10. 根据权利要求1所述的方法，进一步包括从回收的第一和第二裂化产物物流中分 离循环油和/或淤浆油。11. 根据权利要求10所述的方法，其中将分离的循环油和/或淤浆油的一部分再循环 至第一下流式反应区。
【专利摘要】在FCC方法和系统中，全馏分原油原料被直接转化为轻质烯烃和其他产物。进料被分离为高沸点馏分和低沸点馏分，并且每种馏分均在单独的FCC下流式反应器中加工。从两个下流式反应器合并的催化剂在共同的容器中再生。来自低沸点馏分下流式反应器的催化剂颗粒中的低碳含量不足以提供必需的热量。通过合并来自高沸点馏分的具有高碳含量的催化剂颗粒，有助于提供用于再生的另外的热量。
【IPC分类】C10G51/06, C10G11/18
【公开号】CN104903427
【申请号】CN201380054606
【发明人】A·布朗尼, M·S·阿尔格拉米, I·A·艾巴, W·徐, K·M·沙克
【申请人】沙特阿拉伯石油公司
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2013年10月10日
【公告号】EP2909289A1, US20140110308, WO2014062465A1
【专利说明】
[0001] 相关申请
[0002] 本申请要求于2012年10月19日提交的临时专利申请USSN61/716, 051的优先权， 其内容在这里通过参考引入。
[0003] 发明背景
技术领域
[0004] 本发明涉及流化催化裂化方法，用于制备石油化学品例如烯烃和芳烃，以及改善 品质的馈出物广品。
【背景技术】
[0005] 烯烃（即乙烯、丙烯、丁烯和丁二烯）和芳烃（即苯、甲苯和二甲苯）为在石化和 化学行业中广泛使用的基本基础材料。热裂化或者蒸汽热解为形成这些材料的主要类型的 方法，典型地在存在蒸汽，并且不存在氧气的情况下。用于蒸汽热解的原料可以包括石油气 和馏出物例如石脑油、煤油和粗柴油。这些原料的适用性通常为有限的，并且在原油炼制中 需要高成本的和能量密集的方法步骤。这些化合物还可以使用典型的重质原料，通过炼制 流化催化裂化（FCC)方法来制备，例如粗柴油或渣油。FCC装置制造全球市场上大部分的丙 稀。
[0006] 在FCC方法中，石油衍生的烃例如重质原料利用连续再生的保持为流化状态的酸 性催化剂来催化裂化。该方法的主更产品通常为汽油。其他产品通过FCC方法以更小的量 制造，例如液化石油气和裂化粗柴油。当较重进料接触热催化剂并被裂化为较轻产物的时 候，碳质沉积物（通常称为焦炭）会形成在催化剂上并令其失活。失活的或者用过的催化剂 与裂化产物分离，汽提掉可移除烃，并经过再生容器，焦炭在再生容器中在空气的存在下从 催化剂燃烧，从而制造充分再生的催化剂。燃烧产物作为烟气从容器移除。加热的再生催 化剂随后被回收至FCC装置中的反应区。FCC方法的总体描述公开于美国专利5, 372, 704， 其公开内容在这里通过参考全文引入。
[0007] 图1绘制了通常类型的用于为来自原油的常压渣油（350°C+)提质的技术的范围。 将在FCC方法中转化的进料应当满足特定的标准，其金属含量和康拉逊残碳值（CCR)或兰 氏（Ramsbottom)碳含量应为如在图1中所示。例如，渣油具有大比例的难熔组分，例如多 元环芳烃，其难于裂化，并且促使在催化裂化反应过程中形成的焦炭之外的焦炭的形成。由 于高康拉逊残碳值，再生装置上的燃烧负荷需要不断改进和升级。此外，这些进料可能会包 含大量的金属，包括镍和钒，其会令FCC催化剂快速失活。
[0008] 限制FCC进料中渣油的含量已经成为控制再生温度最为常用的方法。已经给出这 样的考虑，即整合催化剂冷却器和两级再生装置系统。含有高至约3wt%CCR的进料可以在 单级再生装置中加工，在单级再生装置和催化剂冷却器中提高至6-7wt%CCR，并且在具有 催化剂冷却器的两级装置中提高至约l〇-llwt%CCR。还已知的是，在裂化之前加氢处理重 质进料以克服这些问题，这需要更高的资金成本和补充氢源。图2示出全世界FCC方法中 常规使用的进料的分布[SFAPacific，阶段8]。
[0009] 其他更轻质的原料，例如烯烃或链烷石脑油，也被认为是用于优化丙烯产率 的可能的FCC进料。由于在形成FCC装置的热平衡所必需的焦炭方面相对低的趋势， 对于传统FCC方法中的各种构造，已经提出了石脑油共处理机制[CatalysisToday 106(2005)62-71]。已知的是，将石脑油与进料合并，并将该合并的进料通过相同的注入装 置引入，经由进料注入系统下游的提升管引入石脑油进料，在进料注入装置的上游注入石 脑油进料（其中以比传统裂化在更高的温度和催化剂-油比（C/0)进行裂化），并整合第二 反应区，轻质石脑油馏分在其中以更高的强度水平裂化。
[0010]FCC方法的常规原料通常以相对有限的量提供，并且来源于炼厂中高成本的和能 量密集的加工步骤。为了能够响应对于石油化学品例如丙烯持续增长的需求，可以以更大 量提供其他类型的进料例如未加工原油，对于生产商来说是吸引人的。使用原油进料将使 在这些必需的石油化学品的制备中炼制产生瓶颈的可能性最小化或消除。
[0011] 在常规的石油化学品生产方法中，未加工原油的转化具有挑战性。在FCC方法的 情况中，主要的关注点在于催化剂由于存在相对高含量的金属和焦炭前驱体而导致的加速 失活。
[0012] 此外，操作条件例如温度可能难以限定，因为原油进料具有非常广的沸点温度范 围。原油包含不同的组分，其具有不同的裂化反应活性。在较低的沸点温度馏分中发现的 组分例如石脑油范围内的链烷烃，与例如比在较重质的沸点温度馏分中存在的环烷烃组分 的烷基侧链相比，典型地具有小得多的反应活性。根据已知的教导，相对于常规FCC方法来 说，应用于进料中相对更宽范围的沸点温度的操作条件使不同组分的最优转换最小化。这 由Corma等人[AppliedCatal.A:General265(2004) 195]清楚地阐述，其中由 15wt%轻 质直馏（LSR)石脑油和85wt%柴油组成的进料在微下降管测试装置中裂化。在550°C的操 作温度，使用两种催化剂的共混物，包括经设计以促进石脑油裂化的催化剂，LSR石脑油并 不会裂化，而是作用为用于粗柴油的稀释剂，并降低总体粗柴油转化率。
[0013] 常规已知的和可商业操作的FCC装置和方法可以采用多反应器级，并且依赖于石 脑油和粗柴油至渣油范围的原料，其在可利用性上是有限的或者必须经过高成本的和能量 密集的炼厂加工步骤。因此，产业中仍然需要高效FCC装置和方法，其可以使石油化学品例 如轻质烯烃如丙烯的生产最大化，同时使用于制备原料的炼厂加工步骤的需要最小化或消 除。
[0014] 发明概述
[0015]本文的系统和方法提供了涉及使轻质烯烃和特别是丙烯生产最大化的流化催化 裂化方法，该方法使用容易获得的未加工原油作为初始原料，在两个下流式反应区内在高 强度条件下操作。在FCC方法和系统中，原料为全馏分原油原料，并被直接转化为轻质烯烃 和其他产物。进料被分离为高沸点馏分和低沸点馏分，并在单独的FCC下流式反应器中处 理。从两个下流式反应器合并的催化剂在共同的容器中再生。来自低沸点馏分下流式反应 器的催化剂颗粒中的低碳含量不足以提供必需的热量。通过合并来自具有高碳含量的高沸 点馏分的催化剂颗粒，有助于提供用于再生的额外热量。
[0016] 如在这里所使用的，术语"原油"应理解为是指石油液体和气体的混合物，包括杂 质例如含硫化合物、含氮化合物和金属化合物，与原油馏分相区别。在一些实施方案中，原 油原料为经最低程度处理的轻质原油，以提供总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残 碳值小于5wt%的原油原料。更广范围的原油可适用于本方法，包括具有低焦炭形成倾向的 轻质级原油，特别是在重质循环油和/或淤浆油再循环至处理轻质馏分的下流式反应器的 实施方案中，由此，再循环物流保持操作的热平衡。
[0017] 本发明方法的其他方面、实施方案和优点将在下文详细地讨论。此外，应当理解的 是，上文的信息和下文的详细说明均仅为不同方面和实施方案的说明性实施例，并且意图 提供用于理解所要求保护的技术特征和实施方案的性质和特点的概述或框架。附图为说明 性的，并且提供对本发明方法的不同方面和实施方案的进一步理解。
【附图说明】
[0018] 本发明将在下文参考附图进行更加详细的描述，其中：
[0019] 图1为用于使源自不同来源的原油的常压渣油（350°C+)提质的常规类型技术的 残碳含量相对于金属（Ni和V)的绘图；
[0020] 图2为饼图，示出在全世界FCC方法中常规使用的原料的分布；
[0021] 图3为文本描述的方法的流程图；并且
[0022] 图4为本文描述的双反应区FCC方法的示意图。
[0023] 发明详述
[0024] 包括集成FCC方法和系统的工艺流程图在图3中示出。集成系统100总体上包括 闪蒸塔120、具有两个下流式反应器130和140的高强度FCC区以及再生器区150。
[0025] 闪蒸塔120包括接收原料的入口 121，用于排出低沸点馏分的出口 123和用于排出 高沸点馏分的出口 125。
[0026] 下流式反应器130包括用于接收低沸点馏分的、与闪蒸塔120的出口 123流体连 通的入口 131，用于接收再生催化剂的入口 133。下流式反应器130还包括用于排出裂化产 物的出 口 135,和用于排出废催化剂的出口 137。在一些任选的实施方案中，重质渣油物流 184也被引入至下流式反应器130中。
[0027] 下流式反应器140包括用于接收高沸点馏分的、与闪蒸塔120的出口 125流体连 通的入口 141，用于接收再生催化剂的入口 143。下流式反应器140还包括用于排出裂化产 物的出口 145,和用于排出废催化剂的出口 147。由出口 135和145排出的裂化产物159在 分离区180中分离，通常用以制备裂化产物182和任选地再循环至下流式反应器130的循 环油184,如文本所描述的。
[0028] 每个下流式反应器均包括与之相关的混合区、分离器和催化剂汽提区，如参照图4 更加详细地示出和描述的。
[0029] 再生装置150由下流式反应器130、140所共享，并且包括用于接收废催化剂的、与 下流式反应器130的出口 137流体连通的入口 151，和用于接收废催化剂的、与下流式反应 器140的出口 147流体连通的入口 153。再生装置150还包括用于排出再生催化剂的、与下 流式反应器130的入口 133流体连通的出口 155,和用于排出再生催化剂的、与下流式反应 器140的入口 143流体连通的出口 157。
[0030] 供给至闪蒸塔120的适宜原料为总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残碳值 小于5wt%的原油。这种原料首先被送至闪蒸塔120,从而被分馏为低沸点馏分123和高沸 点馏分125。闪蒸的温度范围使得高沸点馏分125包含小于10wt%的康拉逊残碳和小于lOppm的总金属。
[0031] 文本描述的集成方法中所使用的FCC系统的详细图示在图4中提供。FCC系统包 括两个反应区l〇a和10b，两个气固分离区20a和20b，两个汽提区30a和30b，再生区40， 输送管线50,催化剂料斗60以及两个混合区70a和70b。
[0032] 混合区70a具有用于接收低沸点馏分的入口 2a，用于接收再生催化剂的入口la， 和用于排出烃/催化剂混合物的出口。反应区l〇a具有用于接收烃/催化剂混合物的、与 混合区70a的出口流体连通的入口，和用于排出裂化产物和废催化剂的混合物的出口。分 离区20a包括用于接收裂化产物和废催化剂的混合物的、与反应区10a的出口流体连通的 入口，用于排出分离的裂化产物的出口 3a，和用于排出含有剩余烃的废催化剂的出口。汽提 区30a包括用于接收含有剩余烃的废催化剂的、与分离区20a的出口流体连通的入口，和用 于接收汽提蒸汽的入口 4a。汽提区30a还包括用于排出回收产物的出口 5a，和用于排出废 催化剂的出口 6a。
[0033] 混合区70b具有用于接收高沸点馏分的入口 2b，用于接收再生催化剂的入口lb， 和用于排出烃/催化剂混合物的出口。反应区l〇b具有用于接收烃/催化剂混合物的、与 混合区70b的出口流体连通的入口，和用于排出裂化产物和废催化剂的混合物的出口。分 离区20b包括用于接收裂化产物和废催化剂的混合物的、与反应区10b的出口流体连通的 入口，用于排出分离的裂化产物的出口 3b，和用于排出含有剩余烃的废催化剂的出口。汽提 区30b包括用于接收含有剩余烃的废催化剂的、与分离区20b的出口流体连通的入口，和用 于接收汽提蒸汽的入口 4b。汽提区30b还包括用于排出回收产物的出口 5b，和用于排出废 催化剂的出口 6b。
[0034] 再生区40包括用于接收燃烧气体的入口 7,用于接收废催化剂的、与汽提区30a的 出口 6a流体连通的入口，用于接收废催化剂的、与汽提区30b的出口 6b流体连通的入口， 和用于排出热再生催化剂的出口。
[0035] 输送管线50包括用于接收热再生催化剂的、与再生区40的出口流体连通的入口， 和用于排出适度冷却的再生催化剂的出口。
[0036] 催化剂料斗60包括用于接收冷却的再生催化剂的、与输送管线50的出口流体连 通的入口，用于排出燃料气体的出口 6,用于排出再生催化剂的、与混合区70a的入口la流 体连通的出口，和用于排出再生催化剂的、与混合区70b的入口lb流体连通的出口。
[0037] 在采用于图3中所示的布置的方法中，总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊 残碳值小于5wt%的原油原料在闪蒸塔120中在一定温度范围中分馏为低沸点馏分123和 高沸点馏分125,使得高沸点馏分125包含小于10wt%的康拉逊残碳值和小于lOppm的总 金属。如在下文更加详细地描述的，馏分123、125随后分别被送至FCC装置的下流式反应 器130、140。任选地，渣油物流184还可与低沸点馏分123 -起被引入至下流式反应器130 中。该物流184可以是来自下游FCC装置产物分离器180或者来自其他来源（未示出）的 再循环的循环油或者淤浆油。送至处理轻质馏分的下流式反应器的另外的进料导致更高 的焦炭产率，其将在再生装置中被进一步燃烧。来自两个反应区的产物159被送至分馏器 180,在这里将重质馏分产物从产物物流159中移除。当需要的时候，由裂化反应获得的循 环油和/或淤浆油、物流184 (例如部分转化或未转化的烃）再循环。再循环的进料与轻质 沸点馏分物流123例如在图4中描述的混合区70a中相混合，并被送至下流式反应器中，其 中更高的温度允许更高的焦炭产率在再生装置中进一步燃烧，以确保维持热平衡。
[0038] 如在图4中所示的，来自再生装置区域40的热催化剂在出油井或料斗60中被接 收，在其通过管线la和lb被引入至各自的混合区70a和70b之前，使其在这里稳定化。
[0039] 低沸点馏分通过入口 2a被引入至混合区70a，并与通过入口la被输送至混合 区70a的再生催化剂相混合。混合物被送至反应区10a，并在如下的条件下裂化：温度范 围为约932-1300°F(约500-704°C)，并且在一些实施方案中为约1022-1292°F(约 550-700°C);催化剂-油比范围为约20 : 1至60 : 1;并且停留时间范围为约0.2至2 秒。裂化产物和废催化剂的混合物被送至分离区20a，并被分离为通过出口 3a排出的裂化 产物和输送至汽提区30a的废催化剂。裂化产物包括乙烯、丙烯、丁烯、汽油（由其可以获 得芳径，例如苯、甲苯和二甲苯），以及来自裂化反应的其他副产物。裂化产物可以在隔离的 回收段（未示出）中单独地回收，或者合并用于进一步分馏，并最终通过出口 159回收（图 3)。废催化剂利用通过入口 4a被引入的汽提蒸汽在汽提区30a中洗涤。其余的烃气体经 过旋风分离器（未示出），并通过出口 5a被回收，并且净化的废催化剂通过出口 6a被输送 至再生区40。
[0040] 高沸点馏分通过入口 2b被引入至混合区70b，并与通过入口lb被输送至混合 区70b的再生催化剂相混合。混合物被送至反应区10b，并在如下的条件下裂化：温度 范围为约932-1300 °F(约500-704°C)，并且在一些实施方案中为约932-1202 °F(约 500-650°C);催化剂-油比范围为约20 : 1至40 : 1;并且停留时间范围为约0.2至2 秒。裂化产物和废催化剂的混合物被送至分离区20b，并被分离为通过出口 3b排出的裂化 产物和输送至汽提区30b的废催化剂。裂化产物包括乙烯、丙烯、丁烯、汽油，以及来自裂化 反应的其他副产物。裂化产物可以在隔离的回收段（未示出）中单独地回收，或者合并用 于进一步分馏，并最终通过出口 159回收（图3)。废催化剂利用通过入口 4b被引入的汽提 蒸汽在汽提区30b中洗涤。其余的烃气体经过旋风分离器（未示出），并通过出口 5b被回 收，并且净化的废催化剂通过出口 6b被输送至再生区40。
[0041] 在再生区40中，废催化剂通过在通过入口 7被引入的燃烧气体例如压缩空气的存 在下的受控燃烧而再生。再生催化剂通过传输管线50被提升，从而提供反应区10a和10b 中用于吸热裂化反应的热量。
[0042] 来自再生区40的再生催化剂被传送至催化剂料斗60,其作用为气固分离器，用于 通过出口 6移除包含焦炭燃烧副产物的燃料气体。再生催化剂通过下降管管线la和lb被 分别再循环至混合区70a和70b。
[0043] 本文描述的方法中使用的催化剂可以是在FCC过程中使用的常规已知的或者未 来开发的催化剂，例如沸石、二氧化硅-氧化铝、一氧化碳燃烧促进剂添加剂、渣油裂化添 加剂 、轻质烯烃生产添加剂和在FCC方法中常规使用的任意其他的催化剂添加剂。在一些 实施方案中，FCC方法中合适的裂化沸石包括沸石Y、REY、USY和RE-USY。为了提高石脑油 裂化潜力，可以使用优选的成形的选择性催化剂添加剂，例如如在FCC方法中使用的，用以 生产轻质烯烃并提高FCC汽油辛烷值，为ZSM-5沸石晶体或其他五元环类型的催化剂结构。 这种ZSM-5添加剂可以与裂化催化剂沸石和常规FCC催化剂中的基体结构混合，并且特别 适用于使下流式反应区中原油馏分的裂化最大化和最优化。
[0044] 据此，本发明的方法使用原油作为原材料，无需预处理或者利用最少的预处理来 降低康拉逊残碳值和总金属含量，用于在具有两个以高强度模式操作的下流式反应器的 FCC方法中直接转化为轻质烯烃。
[0045] 特别的优点涉及由反应区10b中的高沸点馏分的裂化反应产生的焦炭量，它将会 补偿由反应区l〇a中的低沸点馏分的裂化反应形成的有限的焦炭量。例如，在作为低沸点 馏分的链烷石脑油进料的裂化中，总体装置运行效率会由于在反应器中的裂化反应过程中 产生的有限的焦炭量而受到不利的影响。所产生的焦炭量不足以在催化剂再生过程中产生 足够的热量，以使石脑油裂化反应发生在下流式反应器中。通过对比，在第二下流式反应器 中作为高沸点馏分的重质油裂化过程中产生的焦炭，超过对下流式反应器l〇a和10b提供 所需要的热量。在本发明的方法中，通过在容器40中在再生过程中混合来自两个来源的废 催化剂，该热量通过再生催化剂由再生装置转移至两个下流式反应器。
[0046] 出于这种简化的示意性描述和说明的目的，并未包括通常使用的并且为流化催化 裂化领域的普通技术人员所熟知的大量的阀、温度传感器、电子控制器等。并未示出常规的 加氢裂化装置中的附属部分，例如泄放物流、废催化剂排出子系统和催化剂更换子系统。此 外，未示出常规FCC系统中的附属部分，例如空气源、催化剂料斗和燃料气体处理。 实施例
[0047] 下文的实施例详细描述了阿拉伯超轻质原油的流化催化裂化，用以证明与在单独 的下降管中裂化原油物流相比，通过采用双下降管，令轻质馏分和重质馏分在单独的下降 管中裂化所提供的增强。
[0048] 对比例1
[0049] 作为第一对比例，全部原油进料流在600°C和31的催化剂-油比下催化裂化。
[0050] 实施例1
[0051] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均传送至双下降管构造的分别的下降管，用于在两个下降 管中以600°C的裂化温度催化裂化。各下降管均以31的催化剂-油比来操作。汽油产率对 于重质馏分来说为45. 8wt%，并且对于轻质馏分来说为54. 2wt%。
[0052] 对比操作和新操作的全部产物产率在表1中示出，其中双下降管构造中的产物被 重组。
[0053]
[0054] 对比例2
[0055] 作为第二对比例，全部原油进料流在600°C和20的催化剂-油比下催化裂化。
[0056] 实施例2
[0057] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均被送至双下降管构造的分别的下降管，用于在两个下降 管中以600°C的裂化温度催化裂化。各下降管均以20的催化剂-油比来操作。对比操作和 新操作的产物产率在表2中示出，其中双下降管构造中的产物被重组。
[0058]
[0059] 实施例3
[0060] 使用本文公开的方法，其中原料被分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，原油进料流 在300°C的分馏点被分馏。各馏分均被传送至双下降管构造的分别的下降管，用于催化裂 化。用于重质馏分的下降管在600°C的裂化温度和31的催化剂-油比下运行，用于轻质馏 分的下降管在640°C的裂化温度和32的催化剂-油比下运行。对比操作（对比例1)和新 操作的产物产率在表3中示出，其中双下降管构造中的产物被重组。
[0061]
[0062] 可以观察到，在600°C温度的相同裂化温度下，在使用单独的下降管机制或者本文 公开的双下降管机制的方法中会获得相似产率的丙烯、丁烯、乙烯、干气和焦炭。然而，汽油 组分产率，如使用PI0NA分析所示出的（其中确定链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃和芳烃化 合物的含量），证明了定性的改进。特别地，尽管总体汽油产率相似，如在上文的表1和2 中所示的，但是源自双下降管构造的汽油品质通过生产更高含量的芳烃和烯烃以及更低含 量的链烷烃、异链烷烃和环烷烃而得到改进。据此，当低沸点馏分和高沸点馏分被分别裂化 时，与原油进料在单独的下降管中裂化的机制相比，改进了研宄法辛烷值（R0N)和马达法 辛烷值（M0N)等级。表4概括了本文公开的实施例和对比例的PI0NA分析。
[0063]
[0064] 本发明的方法和系统已在上文和附图中进行了描述；然而，对于本领域技术人员 来说，调整将是显然的，并且本发明的保护范围通过所附权利要求书来确定。
【主权项】
1. 用于处理总金属（Ni+V)含量小于5ppm并且康拉逊残碳值小于5wt%的原油原料的 方法，该方法包括： 将所述原料分馏为低沸点馏分和高沸点馏分，其中所述分馏在一定温度范围内实施， 该温度范围使得生产的该高沸点馏分具有小于l〇wt%的康拉逊残碳值和小于IOppm的总 金属； 在预定量的催化剂存在下，在流化催化裂化装置的第一下流式反应区内裂化该低沸点 馏分，以产生第一裂化产物物流和废催化剂； 在预定量的催化剂存在下，在该流化催化裂化装置的第二下流式反应区内裂化该高沸 点馏分，以产生第二裂化产物物流和废催化剂； 其中第一和第二下流式反应区中的每一个包括混合区、分离区和催化剂-汽提区， 和 在共同的再生区中，再生来自第一和第二下流式反应区的废催化剂，并将再生的催化 剂再循环回到第一和第二下流式反应区；和 回收第一和第二裂化产物物流， 其中通过燃烧在来自高沸点馏分反应区的焦炭形成增加的催化剂颗粒上形成的焦炭 而形成的热量，克服了与在来自低沸点馏分反应区的催化剂颗粒上焦炭形成减少相关的局 限性。2. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应器中的催化剂-油比范围为 20 : 1 至 60 : 1〇3. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应器中的催化剂-油比范围为 20 : 1 至 40 : 1〇4. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的温度范围为500 °C至 704。。。5. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的温度范围为550°C至 700。。。6. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的温度范围为500 °C至 704。。。7. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的温度范围为500 °C至 650。。。8. 根据权利要求1所述的方法，其中第一下流式反应区中的停留时间为0. 2秒至5秒。9. 根据权利要求1所述的方法，其中第二下流式反应区中的停留时间为0. 2秒至2秒。10. 根据权利要求1所述的方法，进一步包括从回收的第一和第二裂化产物物流中分 离循环油和/或淤浆油。11. 根据权利要求10所述的方法，其中将分离的循环油和/或淤浆油的一部分再循环 至第一下流式反应区。
【专利摘要】在FCC方法和系统中，全馏分原油原料被直接转化为轻质烯烃和其他产物。进料被分离为高沸点馏分和低沸点馏分，并且每种馏分均在单独的FCC下流式反应器中加工。从两个下流式反应器合并的催化剂在共同的容器中再生。来自低沸点馏分下流式反应器的催化剂颗粒中的低碳含量不足以提供必需的热量。通过合并来自高沸点馏分的具有高碳含量的催化剂颗粒，有助于提供用于再生的另外的热量。
【IPC分类】C10G51/06, C10G11/18
【公开号】CN104903427
【申请号】CN201380054606
【发明人】A·布朗尼, M·S·阿尔格拉米, I·A·艾巴, W·徐, K·M·沙克
【申请人】沙特阿拉伯石油公司
【公开日】2015年9月9日
【申请日】2013年10月10日
【公告号】EP2909289A1, US20140110308, WO2014062465A1
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