用于由两个反应器回收产物的方法和设备的制作方法

专利名称：用于由两个反应器回收产物的方法和设备的制作方法
技术领域：
本发明一般性地涉及由催化反应器中回收产物。相关技术描述流化床催化裂化(FCC)为通过使较重烃在流化床反应区中与催化颗粒材料接触而实现的催化烃转化方法。与加氢裂化相比，催化裂化中的反应在不存在实质加入的氢气或氢气消耗下进行。当裂化反应进行时，称为焦炭的实质量的高度含碳材料沉积在催化剂上以提供焦化或废催化剂。蒸气较轻产物在反应器容器中与废催化剂分离。可使废催化剂经受在惰性气体如蒸汽下汽提以从废催化剂中汽提出夹带的含烃气体。再生区操作内使用氧气的高温再生将焦炭从可能已汽提的废催化剂中烧掉。各种产物可由这种方法产生，包括石脑油产物和/或轻质产物如丙烯和/或乙烯。在这种方法中，可使用单反应器或双反应器。尽管通过使用双反应器设备可能招致另外的资本成本，但可操作一个反应器以适于条件而使产物如轻质烯烃包括丙烯和/或乙烯最大化。通常可能有利的是使一个反应器中的产物收率最大化。另外，可能希望使来自一个反应器的产物产量最大化，所述产物可再循环返回另一反应器中以生产想要产物如丙烯。通常，如果使用两个反应器，则单一产物回收系统用于产物分离。还提出分离产物回收系统。非常需要两个反应器系统之间的协同作用最大化。定义如本文所用，以下术语具有相应的定义。术语“连通”意指在操作上容许所列组件之间的材料流动。术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的材料可在操作上来自它连通的对象。术语“上游连通”意指至少一部分来自上游连通对象中的材料可在操作上流入它连通的对象中。 术语“直接连通”意指来自上游组件的流进入下游组件而不经历由于物理分馏或化学转化而导致的组成变化。术语“塔”意指蒸馏塔或用于分离一种或多种具有不同挥发度的组分的塔，其可具有在底部的再沸器且在顶部的冷凝器。除非另有指出，各塔包含在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部料流回流返回至塔的顶部和在塔底部的再沸器以气化并将一部分底部料流送回塔的底部。可将塔的进料预热。顶部压力为塔出口处顶部蒸气的压力。底部温度为液体底部出口温度。术语“Cx-”(其中χ为整数)意指具有具有χ和/或更少碳原子，优选X和更少碳原子的烃的烃料流。术语“Cx+”(其中χ为整数)意指具有具有χ和/或更多碳原子，优选χ和更多碳原子的烃的烃料流。术语“主要”意指多数，适当地至少80重量％，优选至少90重量％。发明概述
在一个方法实施方案中，本发明涉及一种催化裂化方法，其包括将第一烃进料供入洗涤塔中，并将来自洗涤塔的烃进料供入第一反应器中。将催化剂输送至第一反应器中并与第一烃进料接触以提供第一裂化产物。将一部分第一裂化产物作为第二烃料流供入第二反应器中。将催化剂输送至第二反应器中并与第二烃进料接触以提供第二裂化产物。将第二裂化产物供入洗涤塔中。在另一方法实施方案中，本发明涉及将一部分第一裂化产物气化以提供第二烃进料。在另一方法实施方案中，本发明涉及一种流化床催化裂化方法，其包括将第一烃进料送入第一流化床催化裂化反应器中，使其与来自第二流化床催化裂化反应器的第二烃产物接触。在一个设备实施方案中，本发明涉及一种催化裂化设备，其包含与洗涤塔连通的第一催化反应器。第二催化反应器与第一催化反应器连通，且洗涤塔与第二反应器连通。在可选择的实施方案中，主塔与第一催化反应器连通，且第二催化反应器与主塔连通。在另一可选择的实施方案中，脱丁烷塔与第一催化反应器连通且石脑油分离塔与脱丁烷塔连通。 第二催化反应器与石脑油分离塔连通。附图简述

图1为本发明的示意图。图2为本发明可选择实施方案的示意图。图3为本发明另一可选择实施方案的示意图。图4为在气体回收段上游具有石脑油分离塔的本发明另一实施方案的示意图。图5为图4实施方案的更进一步实施方案的示意图。附图详述商业上需要能够由常规原料产生高丙烯收率的FCC技术。尽管可以在常规FCC单元中通过调整工艺条件和催化剂组成而影响丙烯收率，但丙烯产量的限度受平衡限制。提高丙烯收率的一种方法是降低反应器压力以降低烯烃分压。然而，降低反应器压力导致资本成本的大提高和使用成本的甚至更大的提高。可选择的解决方法是将轻石脑油由具有主塔和气体回收单元的常规分离段供入主反应器提升器中或供入第二反应器提升器中。这些选择均导致资本成本提高，但方法经济性比简单地降低反应器压力更有利。如果技术人员使轻石脑油再循环至常规反应器提升器中以提高丙烯收率，则资本成本轻微提高且使用成本基本不提高。如果代替地将再循环料流供入具有普通分离系统的第二提升器中，则丙烯收率可进一步提高，但显然资本和使用成本明显提高但小于通过简单地降低反应器压力。我们已发现丙烯收率可通过将来自第二提升器反应器的流出物送入分开的分离段而更经济地提高至甚至更大的程度。采用双提升器-双分离段流程图，可提高丙烯收率， 但与具有普通分离系统的相当双提升器提供的相比令人惊讶地显著减少资本和使用成本。本发明为一种设备和方法，其可参考图1所示四个组件描述第一催化反应器10、 再生器容器60、第一产物分馏段90、气体回收段120、第二催化反应器200和第二产物分馏段230。本发明许多构型是可能的，但本文中举例显示具体实施方案。认为进行本发明的所有其它可能实施方案在本发明范围内。例如如果第一和第二反应器20、100不是FCC反应器，则再生器容器60可以是任选的。常规FCC原料和较高沸点烃原料为第一 FCC反应器的合适第一进料8。最常用的这类常规原料为“减压瓦斯油”(VGO)，其通常为通过将常压渣油真空分馏而制备的沸程为 343-552°C (650-1025° F)的烃材料。这类馏分一般在可用于污染催化剂的焦炭前体和重金属污染物方面是低的。可应用本发明的重质烃原料包括来自原油的重质塔底产物、重质浙青原油、页岩油、浙青砂提取物、脱浙青残渣、来自煤液化的产物、常压和减压还原原油。 用于本发明的重质原料还包括以上烃的混合物且前述列举是不全面的。此外，也可将另外量的进料引入初始进料点的下游。可将管线8中的第一进料在洗涤塔30中预热，下文会进一步讨论所述洗涤塔。可以为催化或FCC反应器的第一反应器10可包括第一反应器提升器12和第一反应器容器20。再生器催化剂管线14与第一反应器提升器12上游连通。再生器催化剂管线 14将再生催化剂以通过控制阀调节的速率由再生器容器60通过再生催化剂入口输送至反应器提升器12中。来自分配器18的流化介质如蒸汽促使再生催化剂料流向上通过第一反应器提升器12。至少一个与第一反应器提升器12上游连通的进料分配器22将第一烃进料 8优选与惰性雾化气体如蒸汽一起注射在整个催化剂颗粒流动料流上以将烃进料分配给第一反应器提升器12。当烃进料与催化剂在第一反应器提升器12中接触时，较重的烃进料裂化以产生较轻的气体第一裂化产物，而转化焦炭和污染物焦炭前体沉积于催化剂颗粒上以产生废催化剂。第一反应器容器20与第一反应器提升器12下游连通。所得气体产物烃和废催化剂的混合物连续向上通过第一反应器提升器12并接收于第一反应器容器20中，在那里将废催化剂和气体产物分离。一对分离臂M可切向和垂直地将气体和催化剂的混合物通过一个或多个出口 26 (仅显示一个)从第一反应器提升器12顶部排到分离容器观中，所述分离容器进行气体与催化剂的部分分离。输送导管线30运送烃蒸气，包括汽提烃、汽提介质和夹带的催化剂至第一反应器容器20中的一个或多个旋风分离器32中，在那里将废催化剂与烃气体产物流分离。分离容器观部分置于第一反应器容器20中并可被认为是第一反应器容器20的一部分。气体导管线将分离的烃气流由旋风分离器32输送至第一反应器容器20中的收集室36中以经由出口喷嘴送入产物管线88中并最终进入产物分馏段90用于产物回收。浸入管线将催化剂由旋风分离器32排到第一反应器容器20中的下部床中。 具有吸附或夹带的烃的催化剂可最终由下部床越过分离容器观壁中限定的口进入任选汽提段44中。在分离容器观中分离的催化剂可经由床直接进入任选汽提段44中。流化分配器50将惰性流化气体，通常蒸汽送入汽提段44中。汽提段44含有挡板52或其它装置以促进汽提气体与催化剂之间的接触。汽提的废催化剂以比当它进入时或如果它未经受汽提的话它所具有的更低的夹带或吸附烃浓度离开第一反应器容器20的分离容器观的汽提段44。第一部分废催化剂(优选汽提的)通过废催化剂导管线M离开第一反应器容器20 的分离容器观并以通过滑阀调节的速率进入再生器容器60中。再生器60与第一反应器 10下游连通。第二部分废催化剂在再循环导管线56中以通过滑阀调节的速率由分离容器 28再循环返回提升器12的底部以再接触进料而不经历再生。第一反应器提升器12可在任何合适的温度下操作，通常在提升器出口 M处 150-580°C，优选520-580°C的温度下操作。在一个典型实施方案中，可能需要较高的提升器温度，例如在提升器出口 M处不小于565°C，和69-517kPa (表压)(10-75psig)，但通常小于275kPa (表压M40psig)的压力。催化剂油比基于进入提升器底部的催化剂和进料烃的重量可以为至多30 1，但通常4 1-10 1，可以为7 1-25 1。通常不将氢气加入提升器中。蒸汽可等于进料的2-35重量％进入第一反应器提升器12和第一反应器容器 20中。然而，通常，蒸汽比率对于最大汽油产量可以为2-7重量％，对于最大轻质烯烃产量可以为10-15重量％。催化剂在提升器中的平均停留时间可以为小于5秒。第一反应器10中的催化剂可以为单一催化剂或不同催化剂的混合物。通常，催化剂包含两种组分或催化剂，即第一组分或催化剂和第二组分或催化剂。这种催化剂混合物例如公开于US 7,312, 370B2中。一般而言，第一组分可包括用于FCC领域中的任何熟知催化剂，例如活性无定型粘土型催化剂和/或高活性结晶分子筛。沸石可在FCC方法中用作分子筛。优选第一组分包括大孔沸石，例如Y型沸石、活性氧化铝材料、粘合剂材料，包括二氧化硅或氧化铝，和惰性填料如高岭土。通常，适于第一组分的沸石分子筛具有大的平均孔径大小。通常，具有大孔径大小的分子筛具有由大于10，通常12元环限定、开口有效直径大于0. 7nm的孔。大孔的孔径大小指数可以为31以上。合适的大孔沸石组分可包括合成沸石，例如X和Y型沸石、丝光沸石(mordenite)和八面沸石。一部分第一组分如沸石可具有任何合适量的稀土金属或稀土金属氧化物。第二组分可包括中或更小孔的沸石催化剂，例如MFI沸石，如通过至少一种 ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48 和其它类似材料例示。其它合适的中或更小孔的沸石包括镁碱沸石(ferrierite)和毛沸石。第二组分优选具有分散在基体上的中或更小孔的沸石，所述基体包括粘合剂材料如硅石或氧化铝和惰性填料如高岭土。 第二组分还可包括一些其它活性材料如β-沸石。这些组合物可具有10-50重量％或更大的结晶沸石含量和50-90重量％的基体材料含量。含40重量％结晶沸石材料的组分是优选的，可使用具有更大结晶沸石含量的那些。通常，中和更小孔的沸石特征在于具有小于或等于0. 7nm的有效孔开口直径、10或更少元的环和小于31的孔径大小指数。优选第二催化剂组分为具有大于15，优选大于75的硅铝比的MFI沸石。在一个典型实施方案中，硅 铝比可以为15 1-35 1。第一反应器10中的总催化剂混合物可含有1-25重量％第二组分，包括中至小孔结晶沸石，优选大于或等于7重量％第二组分。当第二组分含40重量％结晶沸石，余量为粘合剂材料、惰性填料如高岭土和任选活性氧化铝组分时，催化剂混合物可含0. 4-10重量％ 中至小孔结晶沸石，优选含量为至少2.8重量％。第一组分可包含余量催化剂组合物。在一些优选实施方案中，混合物中第一和第二组分的相对比例在整个第一反应器10中基本不变。作为催化剂混合物中第二组分的高浓度中或更小孔沸石可改善轻质烯烃的选择性。 在一个典型实施方案中，第二组分可以为ZSM-5沸石且催化剂混合物可包含0. 4-10重量％ ZSM-5沸石，任何其它组分如粘合剂和/或填料除外。再生器容器60与第一反应器容器20下游连通。在再生器容器60中，焦炭通过与含氧气体如空气接触而由输送至再生器容器60中的一部分废催化剂中燃烧以提供再生催化剂。再生器容器60可以为如图1所示燃烧器类型的再生器，但其它再生器容器和其它流动条件可适于本发明。废催化剂导管线M将废催化剂通过废催化剂入口供入由外壁56限定的第一或下部室62中。来自第一反应器容器20的废催化剂通常含有0. 2-2重量％的量的碳，所述碳以焦炭的形式存在。尽管焦炭主要由碳组成，但它可含有3-12重量％的氢以及硫和其它材料。含氧燃烧气体，通常空气，通过导管线进入再生器容器60的下部室62中并通过分配器64分配。当燃烧气体进入下部室62中时，它接触由废催化剂导管线M进入的废催化剂并在快速流化流动条件下以可能至少1. lm/s(3. 5ft/s)的下部室62中燃烧气体的表观速度使催化剂上升。在一个实施方案中，下部室62可具有48-320kg/m3(3-201b/ ft3)的催化剂密度和1. 1-2. 2m/s(3. 5_7ft/s)的表观气体速度。燃烧气体中的氧接触废催化剂并使含碳沉积物从催化剂中燃烧以使催化剂至少部分地再生并产生废气。下部室62中催化剂和燃烧气体的混合物通过截头圆锥体过渡段66上升至下部室 62的运输提升器段68中。提升器段68限定管线，所述管线优选为圆柱形并优选由下部室 62向上延伸。催化剂和气体的混合物以比下部室62中更高的表观气体速度行进。提高的气体速度是由于相对于过渡段66以下的下部室62的横截面降低的提升器段68横截面。因此，表观气体速度可通常超过2. 2m/s (7ft/s)。提升器段68可具有小于80kg/m3 (51b/ft3) 的催化剂密度。再生器容器60还可包含上部或第二室70。催化剂颗粒和废气的混合物从提升器段68的上部排到上部室70中。基本完全再生的催化剂可离开运输提升器段68的顶部，但还预期其中部分再生催化剂从下部室62离开的配置。排出通过脱离装置72进行，所述脱离装置将大部分再生催化剂与废气分离。在一个实施方案中，流至提升器段68的催化剂和气体冲击脱离装置72的椭圆形顶盖并反向流动。催化剂和气体然后通过脱离装置72的向下定向的排出口离开。动量的突然损失和向下逆流导致大部分较重催化剂落入密集催化剂床中且较轻废气和次要部分的催化剂仍夹带于其中以在上部室70中向上上升。旋风分离器 75,76进一步将催化剂与上升气体分离并使催化剂通过浸入管线沉积在密集催化剂床内。 废气通过气体导管线离开旋风分离器75、76并收集在充气室82中以通过再生器容器60的出口喷嘴中并可能进入废气或能量回收系统(未显示)中。密集催化剂床中的催化剂密度通常保持在640-960kg/m3 (40-60lb/ft3)。流化导管线通过流化分配器将流化气体，通常空气输送至密集催化剂床74中。在一个实施方案中，为促进下部室62中焦炭的燃烧，可使来自上部室70中密集催化剂床的热再生催化剂经由再循环导管线(未显示)再循环至下部室62中。再生器容器60通常可需要14g空气/kg除去的焦炭以获得完全再生。当更多的催化剂再生时，在第一反应器10中可加工较大量的进料。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)的温度。再生催化剂管线14与再生器容器60下游连通。通过控制阀使来自密集催化剂床的再生催化剂通过再生催化剂管线14由再生器容器60输送返回第一反应器提升器12中，当继续FCC 方法时，它在那里再次与管线8中的第一进料接触。管线88中来自第一反应器10的第一裂化产物相对地不合催化剂颗粒且包含汽提流体，通过出口喷嘴离开第一反应器容器20。管线88中的第一裂化产物蒸汽可在分馏以前经受另外的处理以除去细催化剂颗粒或进一步制备料流。管线88将第一裂化产物蒸汽输送至产物分馏段90，所述产物分馏段在一个实施方案中可包含主分馏塔100和气体回收段 120。主塔100为分馏塔，其具有塔板和/或沿着其高度放置的填料以使蒸气和液体接触并在塔板条件下达到平衡比例和一系列泵循环以冷却主塔的内容物。主分馏塔与第一反应器10下游连通并可在35-172kPa(表压)(5_25psig)的顶部压力和 343-3990C (650-750° F)的底部温度下操作。在产物回收段90中，管线88中的气体FCC 产物送入FCC主分馏塔100的下部。将多种产物从主塔100中取出。在这种情况下，主塔 100回收顶部管线94中的包含未稳定化石脑油和较轻气体的轻质产物顶部料流。顶部管线 94中的顶部料流在冷凝器中冷凝并可在它进入与第一反应器10下游连通的接收器98中以前在96表示的冷却器浴中冷却。管线102从接收器98中取出液化石油气(LPG)和干气的轻质废气流。含水料流从接收器98的进料斗取出。轻质未稳定化石脑油的底部液体料流经由管线104离开接收器98。将第一部分底部液体料流送回主塔的上部并可将管线106 中的第二部分送入气体回收段120中。可将管线102和106供入气体回收段120中。可将几种其它馏分分离并从主塔中取出，包括管线108中的任选重质石脑油料流、管线110中的轻循环油(LCO)、管线112中的重循环油(HCO)、管线114中的来自底部的重质淤浆油。可回收任何或所有管线108-114的部分，同时可将其余部分冷却并泵回主塔100中以通常在较高入口位置处冷却主塔。轻质未稳定化石脑油馏分优选具有(5范围以下，即35°C (95° F)以下的始沸点(IBP)，和大于或等于127°C (260° F) 的温度的终沸点(EP)。这些馏分的沸点使用称为ASTM D86-82的程序测定。任选重石脑油馏分具有127°C 060° F)或以上的IBP和200°C (392 ° F)以上的温度，优选 204-2210C 000-430° F)，特别是216°C 020° F)的EP。如果没有取出重石脑油馏分，则 LCO料流具有177°C (350° F)或以上的IBP，如果取出重石脑油馏分，则具有重石脑油的EP 温度的 IBP，和洸0-371°C (500-700° F)，优选;343°C (650° F)的 EP。HCO 料流具有 LCO 料流的EP温度的IBP和371-427°C (700-800° F)，优选399°C (750° F)的EP。重质淤浆油料流具有HCO料流的EP温度的IBP并包括在较高温度下沸腾的每种物质。气体回收段120显示为吸收基系统，但可使用任何蒸气回收系统，包括冷箱系统。 为得到轻气体组分的充分分离，将管线102中的气体料流在压缩机122(也称为湿气压缩机)中压缩。可使用任何数的压缩机段，但通常使用二级压缩。在二级压缩中，将来自压缩机122的压缩流体冷却并进入级间压缩机接收器124。管线126中来自压缩机接收器124 底部的液体联合管线106中的未稳定化石脑油并一起在管线136中流入主吸收塔140的上部。管线128中的来自压缩机接收器IM顶部的气体进入第二压缩机130，也称为湿气压缩机中。管线131中来自第二压缩机130的压缩流出物联合管线138和142中的料流， 冷却并供入第二压缩机接收器132中。来自第二压缩机接收器132顶部的压缩气体在管线134中行进以进入主吸收塔140的下部。来自第二压缩机接收器132底部的液体料流在管线144中行进至汽提塔146中。第一压缩阶段将气态流体压缩至345-1034kPa(表压) (50-150psig)，优选482-690kPa (表压)(70-100psig)的压力。第二压缩阶段将气态流体压缩至 lMl-2068kPa (表压)(180-300psig)的压力。将管线134中的气态烃料流送入主吸收塔140中，在那里它与管线106中来自主塔接收器98的未稳定化石脑油接触以通过逆流接触将较重烃吸收到石脑油中而进行C3+与 C2-烃之间的分离。主吸收塔140不使用冷凝器或再沸器，但可具有一个或多个泵循环(未显示)以将塔中的材料冷却。主吸收塔可在1034-2068kPa(表压)(150-300psig)的顶部压力和27-66°C (80-150° F)的底部温度下操作。管线142中来自主吸收塔140底部的溶液中具有相对少量C2-材料的主要液体C3+料流返回冷凝器上游管线131中以冷却并返回第二压缩机接收器132中。将管线148中来自主吸收塔140顶部的废气流送入第二或海绵吸收塔150中。 从管线Iio输送至第二吸收塔150中的管线152中的LCO循环料流吸收管线148中的废气流中的大多数残余C5+和一些C3-C4材料。管线156中较富含C3+材料的来自第二吸收塔底部的LCO借助管线110的泵循环在管线156中返回主塔100中。第二吸收塔150 可在965-2000kPa (表压)(140j90psig)的恰在主吸收塔140压力以下的顶部压力和 38-660C (100-150° F)的底部温度下操作。包含主要C2-烃与硫化氢、胺和氢气的第二吸收塔150的塔顶产物在管线158中取出并经受进一步分离以回收乙烯和氢气。将管线144中来自第二压缩机接收器132底部的液体送入汽提塔146中。大多数C2-在汽提塔146顶部取出并经由顶部管线138返回管线131中而不首先经受冷凝。管线131上的冷凝器会部分地冷凝管线138中的顶部料流，其中管线131中的气体压缩机排料和来自主吸收塔140的底部料流142 —起经受在第二压缩机接收器132中蒸气-液体分离。汽提器可在1379-2206kPa(表压)O00-320psig)的压缩机130排料以上的压力和 38-1490C (100-300° F)的温度下运行。将来自汽提塔146的包含C3+材料的液体底部料流经由管线162送入脱丁烷塔160 中。脱丁烷塔160与第一反应器10和主吸收塔140下游连通并将一部分来自第一反应器10 的第一裂化产物分馏以提供C4-顶部料流和C5+底部料流。脱丁烷塔可在1034-17MkPa (表压)(150-250psig)的顶部压力和149-204°C (300-400° F)的底部温度下操作。压力应保持尽可能低以保持再沸器温度尽可能低，同时仍容许用典型冷却设施完全冷凝而不需要制冷。管线164中来自脱丁烷器的顶部料流包含C3-C4烯烃产物，可将其送入与脱丁烷塔160 顶部下游连通的LPG分离塔170中。管线166中的底部料流可在用于将脱丁烷石脑油输送至主吸收塔140并帮助C3+材料吸收的管线168与用于输送至石脑油分离塔180的管线172 之间分离。在LPG分离塔170中，C3材料可在管线174中的顶部行进至C3分离器以回收丙烯产物。可将管线176中来自底部的C4材料回收以混入汽油池中作为产物或进一步加工。LPG 分离器 170 可在 69-207kPa(表压)(10-30psig)的顶部压力和 38_121°C (100-250° F)的底部温度下操作。在一个实施方案中，石脑油分离塔180可与脱丁烷塔160底部下游连通。在石脑油分离塔180中，将轻石脑油料流，通常C5-C6或C5-C7料流从管线182中的顶部产物中回收用于汽油混合或进一步加工。通常包含(7+材料的管线184中来自底部的重石脑油可被回收或进一步加工。石脑油分离塔可在69-448kPa(表压)(10-65psig)的顶部压力和 121-232 050-450° F)的底部温度下操作。可将该塔的压力调整至不同的范围以促进热集成和使动力消耗量最小化。在一个实施方案中，将管线176中的C4材料在蒸发器177中气化以提供气化(；料流178。可将管线182中的轻石脑油在蒸发器188中气化以提供管线186中的气化轻石脑油。管线178和186中的气化料流可混合以提供管线190中的混合气化轻石脑油料流。可将管线176和182中的料流在同一蒸发器中气化。可将管线190中的气化料流作为第二烃进料输送至第二催化反应器200，所述第二催化反应器与主分馏塔100的顶部、主吸收器 140的底部、LPG分离器的底部和石脑油分离器180的顶部下游连通。在一个实施方案中，可将管线190中的混合气化轻石脑油料流在管线190中供入第二催化反应器200中以前在换热器中过热。第二催化反应器200可以为第二 FCC反应器。尽管第二反应器200描述为第二 FCC反应器，但应当理解可使用任何合适的催化反应器，例如固定床或流化床反应器。可将第二烃进料借助进料分配器202在再循环进料管线190中供入第二 FCC反应器200中。第二进料可以至少部分地由Cltl-烃组成，优选包含C4-C7烯烃。第二烃进料主要包含具有10 个或更少碳原子，优选4-7个碳原子的烃。第二烃进料优选为在第一反应器10中产生，在产物回收段90的主塔100中分馏并供入第二反应器200中的一部分第一裂化产物。在一个实施方案中，第二反应器与产物分馏段90和/或第一反应器10下游连通，所述第一反应器与产物分馏段90上游连通。第二反应器200可包含第二提升器反应器212。第二烃进料与通过与第二反应器提升器212上游连通的催化剂回流管线204输送至第二反应器200的催化剂接触以产生裂化提升产物。催化剂可通过来自分配器206的惰性气体如蒸汽流化。一般而言，第二反应器200可在一定条件下操作以将轻石脑油进料转化成较小的烃产物。C4-C7烯烃裂化成一种或多种轻质烯烃如乙烯和/或丙烯。第二反应器容器220与第二反应器提升器212下游连通以回收来自第二反应器提升器的提升产物和催化剂。气体提升产物烃和催化剂的混合物向上连续通过第二反应器提升器212并接收到第二反应器容器220中，在那里将催化剂与气体烃提升产物分离。一对分离臂208可切向和水平地通过一个或多个出口 210(仅显示一个)将气体和催化剂的混合物从第二反应器提升器212的顶部排到第二反应器容器220 中，该反应器容器进行气体与催化剂的部分分离。催化剂可降至第二反应器容器220内的密集催化剂床。第二反应器容器220中的旋风分离器2M可进一步将催化剂与第二裂化产物分离。其后可将第二裂化烃产物通过出口 2 从第二反应器200中取出，所述出口通过第二裂化产物管线2 与第二反应器提升器212下游连通。分离的催化剂可通过控制阀经由再循环催化剂管线204从第二反应器容器220再循环返回第二反应器提升器212中以与第二烃进料接触。在一些实施方案中，第二反应器200含有如上关于第一反应器所述的第一和第二催化剂组分的混合物。在一个优选实施方案中，第二反应器200可含有小于20重量％，优选小于5重量％第一组分和至少20重量％第二组分。在另一优选实施方案中，第二反应器 200可仅含第二组分，优选ZSM-5沸石作为催化剂。第二反应器200与再生器容器60下游连通并在管线214中接收来自那里的再生催化剂。在一个实施方案中，第一催化反应器10和第二催化反应器200分享同一再生器容器60。相同催化剂组合物可用于反应器10、200中。然而，如果第二反应器200中需要较高比例的小至中孔沸石，则加入第二反应器200中的置换催化剂可包含高比例的第二催化剂组分。由于第二催化剂组分不会与第一催化剂组分同样快地损失活性，需要将更少的催化剂藏量需要送入催化剂再生器60中，但更多的催化剂藏量可不再生地在回流管线204中再循环至提升器212中以保持第二反应器200中高第二催化剂组分含量。管线216将废催化剂从第二反应器容器220输送至再生器容器60，所述第二反应器容器具有控制阀以限制来自第二反应器200的催化剂流率。催化剂再生器经由管线216与第二反应器200下游连通。还可执行用于在再生器60中将催化剂组合物从相应反应器中分离的方法。
第二反应器提升器212可以在任何合适的条件下操作，例如425-705°C的温度，优选550-600°C的温度，和40-700kPa(表压)的压力，优选40_400kPa(表压)的压力，任选 200-250kPa(表压)的压力。通常，第二反应器提升器212的停留时间可以小于5秒，优选 2-3秒。示例性提升器和操作条件例如公开于US 2008/0035527A1和US 7，261, 807B2中。所公开设备和方法的一个独特特征为来自第一和第二反应器10、200的流出物的分开回收加工。我们惊讶地发现当与在相同产物回收段中具有共混反应器流出物的双提升器反应器系统相比时，第一和第二反应器的产物的分开加工不仅产生较高的丙烯收率，而且降低资本成本和使用成本。分开的产物回收段导致第二烃进料被链烷烃的较少稀释，因此提供较富含烯烃的进料。随着第二烃进料被链烷烃的较少稀释，第二催化反应器200的第二烃进料速率较低且气体回收段中C4+材料的再循环对于管线142中的主吸收器贫油而言受限。将管线228中的来自第二反应器200的第二产物送入第二产物回收段230中。设备和方法的另一方面为在洗涤塔30中从管线228中的来自第二反应器200的第二产物中热回收。洗涤塔30与所述第二反应器200下游连通并与第一反应器10上游连通。图1显示在一个实施方案中，带有第一反应器10的第一烃进料的第一烃进料管线6在洗涤塔30 中与管线228中的第二产物接触以将第一烃进料6预热并将管线228中的第二产物冷却。 洗涤塔30与第一烃进料管线6下游连通。将管线228中的第二产物流供入洗涤塔30的下部并以优选逆流配置与由管线6供入洗涤塔30上部的第一烃进料接触。洗涤塔30可包含泵循环(未显示)以提高热回收，但没有再沸器。第二产物流包含相对少量LCO、HCO和淤浆油，其随着第二产物中的催化剂细粒被吸收到管线8中的第一烃进料中，所述第一进料在管线8中离开洗涤塔30底部。洗涤塔30将热从第二产物流输送至第一烃进料流，其用于将第二产物流冷却并将第一烃进料流加热，保存热。通过该接触，第一烃进料6可因此被加热至140-320°C并取得可能存在于第二反应器200的第二产物中的催化剂。加热的烃进料在管线8中离开洗涤塔30。第一反应器10经由管线8与洗涤塔下游连通。吸收的催化剂可进一步催化第一反应器10中的反应。洗涤塔在35-138kPa(表压)(5-20psig)的顶部压力和^8-343°C (550-650° F)的底部温度下进行。冷却的第二产物在管线232中离开洗涤塔。冷却的第二产物在顶部管线232中离开洗涤塔30，部分冷凝并进入洗涤塔接收器234中。第二产物的液体部分返回洗涤塔30的上部并将第二产物的蒸气部分送入与洗涤塔30和第二反应器200下游连通的第三压缩机MO中。第三压缩机240可以为仅单级的或其后是一个压缩机244或更多。在如图1所示二级的情况下，将级间压缩流出物冷却并供入级间接收器M2中。将管线252中来自接收器M2的液体供入脱丙烷塔250中，同时将管线M6中的气相引入第四压缩机M4中。管线M8中压力为1379-M13kPa(表压) (200-350psig)的来自第四压缩机M4的压缩气体第二产物流经由管线252供入脱丙烷塔 250 中。脱丙烷塔250与第二反应器200下游连通。在脱丙烷塔250中，发生压缩第二产物流的分馏以提供C3-顶部料流和C4+底部料流。为避免不必要的重复设备，将带有第二反应器的第二产物的轻质部分的脱丙烷塔顶部料流在气体回收段120中加工。顶部管线154 将C3-材料顶部料流输送至结合管线134中并进入气体回收段120中的主吸收塔140下CN 102549113 A部。来自C3-顶部料流的较重C3烃在主吸收塔140中吸收到石脑油料流中。这容许丙烯和干气的共同回收并消除对双重吸收系统或替代轻质烯烃分离方案的需要。脱丙烷塔250以 1379-M13kPa(表压)(200-;350psig)的顶部压力和 121_177°C 050-350° F)的底部温度操作。管线254中的脱丙烷底部料流离开脱丙烷塔250底部并通过管线2M进入第二脱丁烷塔沈0。第二脱丁烷塔沈0与第二反应器200下游连通。在第二脱丁烷塔沈0中，发生压缩的第二产物流的脱丙烷部分的分馏以提供C4-顶部料流和C5+轻石脑油底部料流。顶部管线262输送主要C4烃的顶部料流以经受进一步加工或回收。第二脱丁烷塔沈0以 276-690kPa(表压)GO-lOOpsig)的顶部压力和93_149°C 000-300° F)的底部温度操作。 管线沈4中的脱丁烷底部轻石脑油料流离开第二脱丁烷塔沈0的底部，可将其进一步加工或送入汽油池中。设备和方法具有提供来自第二产物回收段230的再循环材料而不影响气体回收段120的灵活性。如果需要小的再循环流率以实现目标丙烯收率，则在一个实施方案中，可将来自顶部管线262的气化C4烃在冷凝以前在管线沈6中输送并输送至管线190中以再循环至第二反应器中，在该实施方案中，第二反应器200可与第二脱丁烷塔260的顶部下游连通。来自脱丁烷塔沈0的C4烃再循环可以用本文中任何其它实施方案实践。在可选择的实施方案中，将第一脱丁烷塔用第一脱丙烷塔代替并省去LPG分离塔以产生更能量有效和更低资本成本的设计。图2显示该可选择实施方案。不同于图1的图 2中的元件通过具有撇号(‘)的参考数字表示。图2中的所有其它件与图1中相同。图2中的气体回收系统120’与图1中不同。将来自汽提塔146的液体底部料流经由管线162送入第一脱丙烷塔160’中。脱丙烷塔160’与第一反应器10下游连通并分馏来自第一反应器10的一部分第一裂化产物以提供C3-顶部料流和C4+底部料流。管线 164’中的来自脱丙烷塔的顶部料流包含C3烯烃产物，可将其送入可与脱丙烷塔160’顶部下游连通的丙烷/丙烯分离器(未显示)中。管线166’中的底部料流可在用于将脱丙烷石脑油输送至主吸收器140中以帮助C3+材料吸收的管线168与用于输送至石脑油分离塔 180的管线172，之间分离。在一个实施方案中，石脑油分离塔180可与脱丙烷塔160’的底部下游连通。在石脑油分离塔180中，将轻石脑油料流，通常C4-C6料流从管线182’中的顶部产物中回收用于汽油混合或进一步加工。可在冷凝以前取出顶部料流以确保取出蒸气石脑油料流作为管线 190’中的第二烃进料。通常包含C7+材料的来自管线184中的底部产物的重石脑油可被回收或进一步加工。图2中的第二产物回收段230’也与图1中不同，其中脱丙烷塔250为第二脱丙烷塔且脱丁烷塔沈0为第一脱丁烷塔。如果需要较大的再循环速率以达到所需丙烯收率，则可将管线254’中的一部分第二脱丙烷塔塔底产物送入气化器换热器256中。管线258中的来自换热器256的气化C4+烃可通过联合顶部管线182’中的轻石脑油料流以形成管线 190’而变成第二烃进料的一部分。然后可将管线255中的未气化液体部分送入脱丁烷塔 260中。在图2的实施方案中，管线258中的脱丙烷蒸气的再循环可以用本文任何气体实施方案实践。图2的实施方案的所有其它部分可以与关于图1所述的相同。图3的实施方案从方法和设备中消除石脑油分离器，而是将侧馏分从脱丁烷塔160”中取出以产生更能量有效和更低资本成本的设计。图3中不同于图1的元件通过具有双撇号(”)的参考数字表示。图3中所有其它件与图1中的相同。图3中的气体回收系统120”与图1中不同。将管线162中的来自汽提塔146的液体底部料流送入脱丁烷塔160”中。脱丁烷塔160”与第一反应器10下游连通并分馏来自第一反应器10的第一裂化产物以提供C4-顶部料流、C7+底部料流和在管线183中作为来自脱丁烷塔160”的侧馏分的C5-C7烃中心馏分石脑油料流。分壁塔可用作脱丁烷塔160”， 但不是必须的。侧馏分优选在管线162的进料进入点以下的塔的下半部分中取出，还优选为蒸气侧取物。管线164中的来自脱丁烷塔的顶部料流包含C3-C4烯烃产物，可将其送入与脱丁烷器160”的顶部下游连通的LPG分离器170中。管线166中的底部料流可在用于将脱丁烷石脑油送入主吸收塔140中以帮助C3+材料吸收的管线168与用于进一步加工或回收的管线172”之间分离。在LPG分离器170中，可将C3材料从管线174中的顶部产物中送入C3分离器中以回收丙烯产物。来自管线176”中的底部产物的C4材料可被回收以混入汽油池中作为产物或进一步加工。在该实施方案中，管线176”中的底部料流再沸腾并分离，其中一部分返回塔中，另一部分气化C4烃在管线178中再循环。将管线178中的气化料流与管线183中的蒸气中心馏分馏分石脑油混合以形成管线190”中的轻石脑油料流。作为选择，管线176” 中的底部料流可在典型再沸器中再沸腾，其中管线178中的再循环料流在分开的蒸发器换热器(未显示)中气化。图3中的第二产物回收段230”与图1中不同。在该实施方案中，可输送运送在管线252的进料进入点以下的脱丙烷塔250”底部附近从蒸气侧取物中取出的脱丙烷材料的再循环管线258”以联合侧馏分管线183中的中心石脑油料流和管线178中的再沸蒸气料流以形成管线190”。所有均为蒸气料流，所以它们不需要经受蒸发。在一个实施方案中， 将管线190”中的混合轻石脑油料流作为第二烃进料输送至与主分馏塔100顶部、LPG分离器底部、脱丁烷塔160”的侧取口和脱丙烷塔250”的侧取口下游连通的第二催化反应器200 中。在一个实施方案中，可将管线190”中的混合轻石脑油料流在将它供入第二催化反应器 200中以前在管线190”中过热。优选使来自脱丙烷塔250”底部的侧馏分拉管线258”中来自塔底部附近的蒸气侧取物以提供C4+蒸气和将管线254中的底部料流送入第二脱丁烷塔沈0中。将侧蒸气馏分从脱丙烷塔250”取出以作为第二烃进料的一部分再循环的图3的实施方案可用于本文其它实施方案中。在该实施方案中，优选构成管线190”中的第二烃进料的所有料流均为蒸气，从而消除蒸发器。在图4所示实施方案中，石脑油分离器可位于主吸收塔的上游以改善气体回收单元的效率。该实施方案的优点是降低主吸收器贫油的分子量，以及使得可更有效地回收和加热第二烃进料。用位于主吸收器上游的石脑油分离器，第二烃进料可作为蒸气侧取物从脱丁烷塔底部或再沸器中回收，因为重石脑油在上游石脑油分离器中回收。图4中不同于图1的元件通过在百位上具有数字“4”的参考数字表示。图4中所有其它项与图1中相同。图4中的气体回收系统420与图1中不同。气体回收段420显示为吸收基系统， 但可使用任何蒸气回收系统，包括冷箱系统。除非另外指出，分馏塔中的温度和压力与关于图1的大约相同。为得到轻气体组分的充分分离，将管线102中的气流在与主分馏塔顶部产物接收器98下游连通的压缩机122(也称为湿气压缩机)中压缩。可使用任何数的压缩机段，但通常使用二级压缩。在二级压缩中，来自压缩机122的压缩流体被冷却并进入与压缩机122下游连通的级间压缩机接收器IM中。管线4 中来自压缩机接收器IM底部的液体和管线406中的来自主分馏塔顶部产物接收器98的未稳定化石脑油流入与压缩机接收器IM下游连通的石脑油分离器480中。在一个实施方案中，这些料流可联合并一起流入石脑油分离器480中。在图4所示实施方案中，管线426以比管线406更高的高度流入石脑油分离器480中。石脑油分离器480也与主分馏塔顶部产物接收器98的底部和第一反应器10下游连通。在一个实施方案中，石脑油分离器480与主分馏塔100的顶部产物接收器98的底部和/或级间压缩机接收器124的底部直接下游连通。管线128中的来自压缩机接收器1 顶部的气体进入与压缩机接收器IM下游连通的第二压缩机130(也称为湿气压缩机)中。管线131中的来自第二压缩机130的压缩流出物与管线138和142的料流联合，并将气体组分部分冷凝并全部流入与第二压缩机130下游连通的第二压缩机接收器132中。来自第二压缩机接收器132顶部的压缩气体在管线134中行进以在比管线482 中的石脑油分离器顶部料流进入点更低的点进入主吸收器140中。主吸收器140与第二压缩机接收器132的顶部下游连通。来自第二压缩机接收器132底部的液体料流在管线144 中行进至汽提塔146中。石脑油分离塔480可将石脑油分离成管线492中的重石脑油底部产物，通常C7+, 其可随着其上打开的控制阀和管线285上关闭的控制阀而被回收，或随着其上打开的控制阀和管线184上关闭的控制阀而在管线观5中进一步加工。来自石脑油分离塔480的顶部料流可将管线482中的轻石脑油，通常C7-材料运送至主吸收塔140中。管线154中的来自脱丙烷塔250的顶部料流可联合管线134中的压缩气流以进入与石脑油分离塔480下游连通的主吸收塔140中。在该位置上，石脑油分离塔480可在以保持顶部产物为液相的顶部压力，例如 344-3034kPa(表压)(50_150psig)，和 135-191°C (275-375° F)的温度下操作。管线134和154中供入主吸收塔140中的气态烃料流与管线482中来自石脑油分离器顶部的石脑油接触以通过逆流接触时将较重烃吸收到石脑油料流中而进行C3+与 C2-烃之间的分离。将管线168中来自脱丁烷塔460底部的脱丁烷石脑油料流以比管线482 中的石脑油分离器顶部料流更高的高度输送至主吸收塔140中以进行C3+与C2-烃之间的进一步分离。主吸收塔140不使用冷凝器或再沸器，但可具有一个或多个泵循环以冷却塔中的材料。管线142中的来自主吸收塔底部的液体C3+料流返回冷凝器上游的管线131中以冷却并返回第二压缩机接收器132中。将管线148中来自主吸收器140顶部的废气流送入第二或海绵吸收器150的下端。管线152中的由管线110输送的LCO循环料流通过逆流接触而吸收大多数其余C5+材料和管线148中的废气流中的一些C3-C4材料。管线156中的来自第二吸收器底部的比管线152中的循环料流更富含C3+材料的LCO借助管线110的泵循环在管线156中返回至主塔90中。包含具有硫化氢的主要C2-烃干气、胺和氢气的第二吸收器150的顶部产物在管线158中除去并可经受进一步分离以回收乙烯和氢气。将管线144中来自第二压缩机接收器132底部的液体送入汽提塔146中。将大多数C2-材料从C3-C7材料中汽提并在汽提塔146的顶部产物中除去并经由顶部管线138返回管线131中而不首先经受冷凝。管线138中的来自汽提塔的包含(2_材料、LPG和一些轻石脑油的顶部气体返回管线131中而不首先经受冷凝。因此，仅轻石脑油在气体回收段 420中再循环。管线131上的冷凝器会部分地冷凝来自管线138的顶部料流，其中管线131 中的气体压缩机排料和来自主吸收塔140的底部料流142会经受在第二压缩机接收器132 中蒸气-液体分离。汽提塔146借助主吸收塔与第一反应器10、第二压缩机接收器132的底部、主吸收器140的底部和石脑油分离器480的顶部下游连通。管线162中的汽提塔146 的底部产物富含轻石脑油。图4显示可将来自汽提塔146的液体底部料流经由管线162送入第一脱丁烷塔 460中。脱丁烷塔460与第一反应器10、第二压缩机接收器132的底部、主吸收器140的底部和石脑油分离器480的顶部下游连通。脱丁烷塔460可分馏来自第一反应器10的一部分第一裂化产物以提供C4-顶部料流和C5+底部料流。可将管线466中的一部分脱丁烷塔底部产物在将脱丁烷石脑油输送至主吸收塔140以帮助C3+材料吸收的管线168与管线472 之间分离，其中其上的两个控制阀均打开，所述管线472可任选与管线406组合使脱丁烷石脑油再循环至石脑油分离器480中。如果需要的话，取决于一个或多个分开石脑油分离器 (未显示)(其可以为一个分壁塔或一个或多个常规分馏塔)中的所需性能，另一部分底部产物脱丁烷石脑油可作为产物容纳于管线473中，其中其上的控制阀打开，且管线472上的下游控制阀关闭，或进一步分离成两种或更多种馏分。管线164中来自脱丁烷塔的顶部料流包含C3-C4烯烃产物，可将其送入与脱丁烷塔460顶部下游连通的LPG分离塔170中。在LPG分离塔170中，可将C3材料在管线174中由顶部送入C3分离器中以回收丙烯产物。管线476中来自底部的C4材料可被回收用于混入汽油池中作为产物或进一步加工。在一个实施方案中，可将管线476中的C4材料作为第二烃进料输送至与主分馏塔 100的顶部、主吸收器140的底部和LPG分离器170的底部下游连通的第二催化反应器200 中。在一个实施方案中，管线476中的C4料流可在蒸发器488中气化，气化石脑油在管线 490中从那里离开并优选在将它供入第二催化反应器200中以前过热。第二催化反应器200 与气化器488下游连通。在一个实施方案中，可将轻石脑油料流作为侧馏分在管线483中从脱丁烷器460的一侧取出。可将侧馏分从蒸气侧取出以避免必须在蒸发器中将液体料流气化。管线483中的侧馏分石脑油可与管线490中的气化C4料流混合以提供管线191中的第二烃进料，所以第二反应器200可经由蒸气侧取口与第一脱丁烷塔460下游连通。管线191上的换热器可将气化的第二烃进料过热。管线483的侧取口应在第一脱丁烷塔460 下半部分且在管线162的进料入口以下。如果石脑油侧馏分容纳于管线483中，则非常小的流可在正常操作下通过管472上的控制阀取出并可省去。然而，如果它们行进至脱丁烷塔460的话，则管线472仍可用于控制重石脑油的建立。图4中第二反应器200的操作一般性地如关于图1所述。图4中第二产物回收段 430的操作一般性地与图1中相同，以下除外。设备和方法具有提供来自第二产物回收段 430的再循环材料而不影响气体回收段420的灵活性。如果需要小的再循环流率以实现目标丙烯收率，则可将来自第二脱丁烷塔260的顶部管线沈2的气化C4烃在管线沈6中通过其上打开的控制阀输送并输送至管线476中。图4显示一种情况，其中输送的C4烃不充分气化，所以它们将运输LPG分离器底部料流中C4烃的管线476与进料管线478结合。管线266和476中的两种料流带有C4烃，所以适于在蒸发器换热器488中一起气化。气化C4烃在管线490中行进并可在作为第二烃进料一部分供入第二反应器200中以前在换热器中过热。在另一实施方案中，可将来自石脑油分离器的底部料流在管线观5中通过其上的打开控制阀输送至第二石脑油分离塔290中。第二石脑油分离塔可具有插入进料入口与管线四6的中间馏分产物出口之间的隔离壁四2。隔离壁具有与第二石脑油分离塔四0的相应顶部和底部间隔开的顶和底端，所以流体可从一侧至相对侧在隔离壁292之上和之下流动。石脑油分离器可提供管线四4中的中石脑油顶部产物、管线四6中通过中间馏分产物出口的富芳烃石脑油产物和底部产物管线四8中的重石脑油。第二石脑油分离塔290可用于本文的任何实施方案中。在图5所示的另一实施方案中，石脑油分离器如图4所示保持在气体回收段上游， 但将脱丁烷器用脱丙烷塔代替且删除LPG分离塔，产生更能量有效且更低资本成本的设计，即使具有降低的灵活性。图5中不同于图4的元件通过在百位上具有数字“5”的参考数字表示。图5中所有其它项与图4中相同。图5中的气体回收段520与图4的实施方案中的不同。可作为选择将管线526中的级间压缩机液体送入汽提塔146中。在该选择方案中，管线526中的级间压缩机液体在比管线144更高高度的进入位置流入汽提塔146中。否则，管线526中的所有或一部分级间压缩机液体流入石脑油分离器480中，如先前关于图4所述。将来自汽提塔146的液体底部料流经由管线162送入第一脱丙烷塔560中。第一脱丙烷塔560与第一反应器10下游连通并分馏来自第一反应器10的一部分第一裂化产物以提供C3-顶部料流和C4+底部料流。管线564中来自第一脱丙烷塔的顶部料流包含C3烯烃产物，可将其送入可与脱丙烷塔560的顶部连通的丙烷/丙烯分离器(未显示)中。管线566中的底部料流可在用于将脱丙烷石脑油输送至主吸收器140中以帮助C3+材料吸收的管线568与用于再循环至石脑油分离塔480的管线572或管线473中的产物回收之间分
1 O在一个实施方案中，可将轻石脑油料流作为在管线583中在管线162的进料进入点以下取出的侧馏分从第一脱丙烷塔560 —侧取出。侧馏分可主要包含C4-C7烃。侧馏分可以来自蒸气侧取口以避免在蒸发器中将液体料流气化。管线583中的侧馏分石脑油提供管线191中的所有第二烃进料或可与再循环管线556中的蒸气脱丙烷侧取料流混合以提供管线191中的第二烃进料。第二反应器200可经由蒸气侧取进料管线583与第一脱丙烷塔 560下游连通。管线191上的换热器可将气化第二烃进料过热。与脱丙烷塔560和第二产物回收段530下游连通的第二反应器200的操作一般如关于图4所述。一个例外是在管线556中从第二脱丙烷塔250中取出以再循环至第二反应器200中的蒸气侧取物。在该实施方案中，脱丙烷塔250为第二脱丙烷塔250且脱丁烷塔 260为第一脱丁烷塔沈0。该实施方案的所有其它方面可以与关于图1所述的相同。没有进一步描述，相信本领域技术人员可使用先前的描述，最完整程度地使用本发明。因此，前述优选的具体实施方案应理解为仅是说明性的，且不以任何方式限制公开内容的其余部分。在前文中，除非另有指出，所有温度以。C描述，所有份和百分数为重量计。另外，表述为打开或关闭的控制阀也可以部分地打开以容许流至两个备用管线。 由先前描述中，本领域技术人员可容易地确定本发明的主要特征，且可不偏离其
精神和范围地作出本发明的各种变化和改进以使它适于各种用途和条件。
权利要求
1.一种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应器中的第一烃进料与来自第二流化床催化裂化反应器的第二烃产物接触。
2.根据权利要求1的催化裂化方法，其进一步包括 将所述第一烃进料供入洗涤塔中；将来自所述洗涤塔的所述第一烃进料供入第一反应器中；将催化剂输送至所述第一反应器中；使所述第一烃进料与所述催化剂接触以提供第一裂化产物；将一部分所述第一裂化产物作为第二烃进料供入第二反应器中；将催化剂输送至所述第二反应器中；使所述第二烃进料与所述催化剂接触以提供第二烃产物；和将所述第二烃产物供入所述洗涤塔中。
3.根据权利要求2的催化裂化方法，其进一步包括在将它供入所述第二反应器中以前将一部分所述第一裂化产物气化。
4.根据权利要求2的催化裂化方法，其进一步包括将一部分所述第一裂化产物脱丁烷以提供C4-顶部料流，并将C4烃从所述C4-顶部料流分离以提供所述部分的所述第一裂化产物。
5.根据权利要求4的催化裂化方法，其中所述脱丁烷步骤还产生石脑油侧馏分，作为所述第一裂化产物的一部分提供所述石脑油侧馏分作为所述第二烃进料。
6.根据权利要求4的催化裂化方法，其进一步包括将脱丁烷石脑油底部料流在石脑油分离器中分离以提供轻石脑油料流作为所述第二烃进料的一部分。
7.根据权利要求1的催化裂化方法，其进一步包括将一部分所述第一裂化产物脱丙烷以提供C4+底部料流，并将轻石脑油范围烃从所述C4+底部料流分离以提供所述部分的所述第一裂化产物。
8.根据权利要求2的催化裂化方法，其进一步包括提供所述第二烃产物的C4料流作为所述第二烃进料的一部分。
9.一种催化裂化设备，其包含 与洗涤塔连通的第一催化反应器；与所述第一反应器连通的第二催化反应器；和与所述第二反应器连通的所述洗涤塔。
10.根据权利要求9的催化裂化设备，其进一步包含与所述第一催化反应器连通的主分馏塔和与所述主分馏塔连通的所述第二催化反应器。
全文摘要
公开了用于催化转化两种进料流的设备和方法。第一催化反应器的进料可与来自第二催化反应器的产物接触以进行两种料流之间的热交换并将催化剂由产物流转移至进料流。第二催化反应器的进料可以为来自第一催化反应器的一部分产物。
文档编号B01J8/26GK102549113SQ201080043143
公开日2012年7月4日 申请日期2010年10月28日 优先权日2009年11月9日
发明者J·A·卡菲什耶, L·E·伦纳德, R·L·梅尔柏格 申请人:环球油品公司