用于回收fcc产物的设备和方法

专利名称：用于回收fcc产物的设备和方法
技术领域：
本发明一般性地涉及从流化催化反应器中回收石脑油产物。相关技术描述流化催化裂化(FCC)为通过使较重烃在流化反应区中与催化颗粒物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物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。再生区操作内用氧气的高温再生烧掉可能已汽提的废催化剂中的焦炭。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。离开反应器段的FCC气体产物通常具有482-649°C (900-1200 0F )的温度。将产物流引入主分馏塔中。将来自主分馏塔的产物馏分在冷却器中与其它料流热交换并通常在比循环供应塔板更高的塔板处泵送返回主塔中以冷却主塔的内容物。中压和高压蒸汽通常通过来自主塔循环回流(pump-aroimds)的热交换产生。通常将来自主分馏塔顶部的废气在气体回收装置中加工以回收有价值的较轻产物如燃料气体、液化石油气(LPG)和脱丁烷石脑油。两类气体回收装置包括气体浓缩系统或低温试验箱系统。低温试验箱系统依赖于低温分馏以分离产物。气体浓缩系统包括吸收器和分馏塔以将主分馏塔塔顶馏出物分离成石脑油和其它所需轻产物。按照惯例，将存在于主塔塔顶馏出物中的石脑油在气体回收段中加工并在气体回收段下游分离成轻馏分和较重馏分。FCC装置制备比它所使用的更多的蒸汽，且以蒸汽形式输出的能量的量是FCC装置设计中的重要经济考虑。提高从FCC装置中输出的净蒸汽的一条途径是通过改进从FCC 主分馏塔和气体回收段的热回收。从主分馏塔回收的热是用于气体回收段的主要能源和从 FCC装置输出的总蒸汽的一部分。需要改进的设备和方法以从FCC产物气体中回收有价值的产物。需要改进的设备和方法用于以促进更大的蒸汽产生的较低能量需求从FCC产物气体中回收有价值的产物。定义如本文所用，以下术语具有相应的定义。术语“连通”意指在操作上容许物料在所列组件之间流动。术语“下游连通”意指至少一部分流入下游连通对象中的物料可在操作上从与它连通的对象流出。术语“上游连通”意指至少一部分从上游连通对象流出的物料可在操作上流入与它连通的对象中。术语“直接连通”意指来自上游组件的料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和在顶部的冷凝器。除非另有指出，各塔包括在塔顶部的冷凝器以冷凝并使一部分顶部料流回流回塔顶部，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χ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％。发明概述在方法实施方案中，本发明涉及流化催化裂化方法，所述方法包括将烃进料供入流化催化裂化反应器中。使烃进料与催化剂接触以提供产物并将一部分产物供入主分馏塔中。将来自主塔的产物的塔顶馏分在塔顶接收器中分离并将来自塔顶接收器的液流在石脑油分离塔中分离以提供轻石脑油料流。在另一方法实施方案中，本发明涉及转化和分馏方法，所述方法包括将第一烃进料供入第一反应器中以使烃进料与催化剂接触以提供产物。将一部分产物供入石脑油分离器中。最后将来自石脑油分离器的轻石脑油料流送入主吸收塔中。在另一方法实施方案中，本发明涉及催化裂化和分馏方法，所述方法包括将第一烃进料供入反应器中。使烃进料与催化剂接触以提供裂化产物。将一部分裂化产物供入主分馏塔中。将来自主塔的裂化产物的塔顶馏分在塔顶接收器中分离。最后将来自塔顶接收器的液流在石脑油分离塔中分离以提供轻石脑油料流。在设备实施方案中，本发明涉及催化设备，所述设备包括催化反应器和与反应器连通的主分馏塔。塔顶接收器与主分馏塔的顶部连通且石脑油分离塔与塔顶接收器的底部连通。在另一设备实施方案中，本发明涉及转化和分馏设备，所述设备包括第一催化反应器和与第一催化反应器连通的石脑油分离塔。主吸收塔与石脑油分离塔连通。在另一可选择实施方案中，本发明涉及催化裂化设备，所述设备包括第一反应器和与所述第一反应器连通的主分馏塔。塔顶接收器与主分馏塔连通且石脑油分离塔与塔顶接收器连通。附图简述

图1为本发明的示意图。图2为本发明的可选择实施方案的示意图。附图详述当需要多种石脑油馏分，例如轻和重石脑油时，在石脑油经过气体回收段中的吸收器和分馏塔组件以后，分离石脑油，产生塔、热交换器和泵中较高的再沸器任务和温度和不需要的重质物料循环。本发明建议在将主塔塔顶馏出物送入气体回收段以及特别是主吸收器中以前将存在于其中的不稳定石脑油分离，而不是在气体回收段下游分离石脑油。在汽提塔和脱丁烷塔中转移来自再沸器的石脑油的较重组分，导致对这两个塔上的两个再沸器较低的能量需求和较低的操作温度。本发明在石脑油分离塔中将不稳定的轻石脑油与较重组分分离。取决于所需石脑油馏分的沸点范围，也可将来自主分馏塔顶部气体压缩机的级间压缩机液体送入石脑油分离塔中。将油轻石脑油和较轻组分组成的来自石脑油分离塔的顶部气体冷凝并送入主吸收器中。因此，仅轻石脑油在气体浓缩段中循环。石脑油分离塔的底部产物富含重石脑油，如果需要的话可取决于所需性能将它在一个或多个分离石脑油分离器中分离成两种或更多种馏分，所述分离器可以为一个或多个分隔壁塔或常规分馏塔。本发明为可参考图1所示六个组件描述的设备和方法第一催化反应器10、再生容器60、第一产物分馏段90、气体回收段12、任选第二催化反应器200和任选第二产物分馏段230。许多本发明构造是可能的，但此处举例显示具体实施方案。认为进行本发明的所有其它可能的实施方案在本发明的范围内。例如，如果第一和第二反应器10、200不是FCC反应器，则再生容器60可以为任选的。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 T )的烃物料。这种馏分中可能污染催化剂的焦炭前体和重金属污染物的含量通常低。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。可以为催化反应器或FCC反应器的第一反应器10可包括第一反应器提升器12和第一反应容器20。再生器催化剂管14与第一反应器提升器12上游连通。再生器催化剂管 14将再生催化剂以通过控制阀调节的速率从再生容器60通过再生催化剂入口输送至反应器提升器12中。任选废催化剂管56将废催化剂以通过控制阀调节的速率从分离容器观通过废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态第一裂化产物，而转化焦炭和污染物焦炭前体沉积于催化剂颗粒上而产生废催化剂。第一反应容器20与第一反应器提升器12下游连通。所得气态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并接收于第一反应容器20中，在那里将废催化剂和气态产物分离。一对分离臂M可切向和水平地将气体和催化剂的混合物从第一反应器提升器12顶部通过一个或多个出口 26 (仅显示一个)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态产物流分离。分离容器观部分置于第一反应容器20中并可被认为是第一反应容器20 的一部分。气体导管将分离的烃气流从旋风分离器32输送至第一反应容器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。浸入管将催化剂从旋风分离器32排到第一反应容器20中的下部床中。具有吸附或夹带的烃的催化剂可最终从下部床越过分离容器观的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M离开第一反应容器20的分离容器观并以通过滑阀调节的速率进入再生容器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56中以通过滑阀调节的速率再循环回提升器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处在 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 24处不低于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，但通常为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和第一反应容器20中。然而，通常，蒸汽比率对于最大石脑油产量可以为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, 370 B2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型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元环，通常为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。第二组分可包括中孔或更小孔的沸石催化剂，例如MFI沸石，例如ZSM-5、ZSM_11、 ZSM-12, ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似材料中至少一种。其它合适的中孔或更小孔的沸石包括碱沸石和毛沸石。第二组分优选具有分散在基体上的中孔或更小孔的沸石，所述基体包括粘合剂材料如二氧化硅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。一般而言，中孔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:l-35:lo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，优选具有大于或等于7重量％的第二组分。当第二组分含有40重量％的结晶沸石，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，催化剂混合物可含有 0. 4-10重量％的中至小孔结晶沸石，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孔或更小孔沸石可改进轻质烯烃的选择性。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％的ZSM-5沸石，任何其它组分如粘合剂和/或填料除外。再生容器60与第一反应容器20下游连通。在再生容器60中，焦炭通过与含氧气体如空气接触而从输送至再生容器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，但其它再生容器和其它流动条件可适于本发明。废催化剂导管M将废催化剂通过废催化剂入口供入由外壁限定的第一或下部室62中。来自第一反应容器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，通常为空气，通过导管进入再生容器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，它接触从废催化剂导管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烟道气。下部室62中催化剂和燃烧气体的混合物通过截头圆锥体(frustoconical)过渡段66上升至下部室62的输送提升器段68中。提升器段68限定管，所述管优选为圆柱形并优选从下部室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的横截面。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。再生容器60还可包含上部或第二室70。催化剂颗粒和烟道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输送提升器段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。排出通过分离装置72进行，所述分离装置将大部分再生催化剂与烟道气分离。在一个实施方案中，流至提升器段68的催化剂和气体冲击分离装置72的椭圆形顶盖并反向流动。催化剂和气体然后通过分离装置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烟道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沉积在密集催化剂床内。烟道气通过气体导管离开旋风分离器75、76并收集在送气室82中以进入再生器容器60的出口喷嘴中并可能进入烟道气或能量回收系统(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(40-601b/ft3)内。流化导管通过流化分配器将流化气体，通常为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(未显示)再循环至下部室62中。再生容器60通常可需要14kg空气/kg待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。再生容器60通常具有在下部室 62 中 594_704°C (1100-1300 0F )和上部室 7O 中 M9-76OO (1200-1400 0F )的温度。再生催化剂管14与再生容器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14从再生容器60输送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含催化剂颗粒且包含汽提流体，通过出口喷嘴离开第一反应容器20。管线88中的第一裂化产物流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将第一裂化产物流输送至产物分馏段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循环回流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 0F )的底部温度下操作。在产物回收段90中，将管线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中的包含不稳定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LPG和干气的轻质废气流。 含水料流从接收器98的进料斗中取出。轻质不稳定石脑油的底部液流经从管线104离开接收器98。将第一部分底部液流送回主塔的上部并可将管线106中的第二部分送入与气体回收段120上游连通的石脑油分离塔180中。可将管线102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)料流和管线114中的来自底部的重质淤浆油。可回收管线108-114的任何或所有的一部分，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。轻质不稳定石脑油馏分优选具有C5范围以下，即35°C (95° F)以下的始沸点(IBP)，和温度大于或等于 1270C 060° F)的终点(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和温度为200°C (392 0F )以上，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C5范围以下；即35°C (95 T )以下的IBP，或如果取出重石脑油馏分，则具有在大约重石脑油的EP温度的(500-700 °F )，优选(550° 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。在气体回收段120中，石脑油分离塔180位于主吸收塔140上游以改进气体回收单元的效率。该实施方案具有降低供入气体回收段120中的石脑油的分子量的优点。因此，来自主吸收器底部的贫油产生较低的再沸温度以及使得可更有效地回收热。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，包括低温试验箱系统。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塔顶接收器98 下游连通的压缩机122(也称为湿气压缩机)中压缩。可使用任何数量的压缩机段，但通常使用二级压缩。在二级压缩中，来自压缩机122的压缩流体冷却并进入与压缩机122下游连通的级间压缩机接收器124中。管线126中来自压缩机接收器IM底部的液体和管线106 中来自主分馏塔塔顶接收器98的不稳定石脑油流入与压缩机接收器IM下游连通的石脑油分离器180中。通过将来自级间接收器124的液体送入石脑油分离塔180中，能够回收可能保留在管线102中离开主分馏塔的湿气中的较重组分以及保持石脑油馏分的相同沸点范围。在一个实施方案中，这些料流可结合并一起流入石脑油分离器180中。在图1所示实施方案中，管线1 在比管线106更高的高度流入石脑油分离器180中。石脑油分离器180也与主分馏塔塔顶接收器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180与主分馏塔100的塔顶接收器98的底部和/或级间压缩机接收器IM 的底部直接连通。管线1 中来自塔顶接收器的气体从压缩机接收器IM的顶部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，将它们冷却并供入与第二压缩机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182中的石脑油分离器顶部料流的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)(5O-I5Opsig)，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。石脑油分离塔180可将石脑油分离成在管线192中的重石脑油底部产物，通常为 C7+,其可在管线184中随着其上的控制阀打开且管线285上的控制阀关闭而被回收或在管线观5中随着其上的控制阀打开且管线184上的控制阀关闭而进一步加工。来自石脑油分离塔180的顶部料流可在管线182中将轻石脑油，通常为C7-物料输送至主吸收塔140中。 因此，仅轻石脑油在气体回收段120中循环。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180下游连通的主吸收塔140中。石脑油分离塔180可在保持顶部产物为液相，例如344-3034kPa (表压)(50-150psig)的顶部压力和135-191°C 075-375° F)的温度下操作。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中通过打开其上的控制阀而输送至第二石脑油分离塔290中。第二石脑油分离塔可具有置于进料入口与管线四6的中间馏份产物出口之间的分隔壁四2。该隔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端和底端，所以流体可流经和在分隔壁292下从一侧流向相反侧。石脑油分离器可提供在管线四4中的中间石脑油顶部产物、在管线四6中通过中间馏份产物出口的富芳烃石脑油产物和在底部产物管线298中的重石脑油。第二石脑油分离塔 290可以以本文实施方案中任一种使用。供入主吸收塔140中的管线134和154中的气态烃料流与管线182中的来自石脑油分离器顶部的石脑油接触以通过逆流接触时较重烃吸收于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160底部的脱丁烷石脑油料流在比管线182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循环回流以将塔中的物料冷却。主吸收塔可在1034-2068kPa(表压)(150-300psig)的顶部压力和27-660C (80-150 T )的底部温度下操作。管线142中来自主吸收塔底部的溶液中具有一些量C2-物料的主要液体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中来自主吸收塔140顶部的废气流送入第二或海绵吸收器150的下端。从管线110转移的管线152中的LCO循环料流通过逆流接触吸收管线148中的废气流中的大多数残余C5+物料和一些C3-C4物料。管线156中比管线152中的循环料流更富含 C3+物料的来自第二吸收器底部的LCO借助管线110的循环回流在管线156中返回主塔90 中。第二吸收塔150可在965-2000kPa (表压)(140j90psig)的恰低于主吸收塔140的压力的顶部压力和38-66°C (100-150 0F )的底部温度下操作。包含主要C2-烃与硫化氢、胺和氢气的干气的第二吸收器150的塔顶产物在管线158中取出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。大多数C2-物料从C3-C7物料中汽提并在汽提塔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138中来自汽提塔的包含C2-物料、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。管线131上的冷凝器会部分地冷凝来自管线138的顶部料流，且管线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中气-液分离。汽提塔146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180的顶部下游连通。汽提器可在1379-2206kPa (表压)(200-320psig)的压缩机130排料以上的压力和 38-149°C (100-300 T )的温度下运行。管线162中的汽提塔146的底部产物富含轻石脑油。图1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 160中。脱丁烷塔160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180的顶部下游连通。脱丁烷塔160可将一部分来自第一反应器10 的一部分第一裂化产物分馏以提供C4-顶部料流和C5+底部料流。管线166中的一部分脱丁烷器底部产物可在管线168与管线172之间分离，所述管线168将脱丁烷石脑油输送至主吸收塔140中以帮助C3+物料的吸收，其中管线172上的两个控制阀打开，所述管线172 可任选与管线106组合使脱丁烷石脑油再循环至石脑油分离器180中。如果需要的话，另一部分底部产物脱丁烷石脑油可容纳于管线173中，其中其上的控制阀打开且下游管线 172上的控制阀关闭，取决于在一个或多个分离石脑油分离器(未显示)中所需的性能作为产物或进一步分离成两种或更多种馏分，所述分离器可以为一个分隔壁塔或一个或多个常规分馏塔。通常，25-50重量％的脱丁烷石脑油在管线168中再循环回主吸收器140中以控制轻质烃的回收。脱丁烷塔可在1034-1724kPa(表压)(150-250psig)的顶部压力和 149-204°C (300-400 T )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，同时仍容许用典型的冷却设备完全冷凝而不需要冷冻。管线164中的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的顶部下游连通的LPG分离塔 170 中。在LPG分离塔170中，可将C3物料在管线174中从顶部送入C3分离器中以回收丙烯产物。管线176中来自底部的C4物料可被回收以混入汽油池中作为产物或进一步加工。
LPG分离器1了0可在69_207kPa(表压)(IO-3Opsig)的顶部压力和 38-121 °C (100-250 0F )的底部温度下操作。在一个实施方案中，可将管线176中的C4物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，可将管线176中的C4料流在汽化器188中气化，气化石脑油在管线 190中从所述汽化器中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与汽化器188下游连通。在一个实施方案中，可将轻石脑油料流在管线183中作为侧馏分从脱丁烷器160的一侧取出。可将侧馏分从蒸气侧取口取出以避免必须在汽化器中将液流气化。可将管线183中的侧馏分石脑油与管线190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160下游连通。管线191上的换热器可将气化第二烃进料过热。管线183的蒸气侧取口应在第一脱丁烷塔160的下半部分并在管线162的进料口以下。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可包含第二反应器提升器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204输送至第二反应器200的催化剂接触以产生裂化升级产物。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升级产物和催化剂。气态升级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并接收到第二反应容器220中，在那里将催化剂与气态烃升级产物分离。一对分离臂208可切向和水平地将气体和催化剂的混合物从第二反应器提升器212的顶部通过一个或多个出口 210 (仅显示一个)排到第二反应容器220中，该反应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容器220内的密集催化剂床。 第二反应容器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 228与第二反应器提升器212下游连通。分离的催化剂可经由再循环催化剂管204从通过控制阀调节的第二反应容器220再循环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可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％的第一组分和至少20重量％的第二组分。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，所以需要将更少的催化剂藏量送入催化剂再生器60中，但更多的催化剂藏量可不再生地在回流管204中再循环至提升器212中以保持第二反应器200中的高第二催化剂组分含量。管线216将废催化剂从第二反应容器220输送至再生容器60，所述第二反应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，最佳地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 2008/0035527 Al和US 7，261，807B2中。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的第二产物中回收热。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，第一烃进料管线6携带第一反应器10的第一烃进料在洗涤塔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可包含循环回流(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的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，所述第一烃进料在管线8中离开洗涤塔30底部。洗涤塔30将热从第二产物流转移至第一烃进料流， 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并吸收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288-343°C (550-650 0F )的底部温度下操作。冷却的第二产物在管线232中离开洗涤塔。顶部管线232中的冷却第二产物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240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中的来自接收器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244中。管线248中在压力为1379-M13kPa(表压)(200-350psig)下来自第四压缩机M4的压缩气态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IM 将C3-物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 (250-350 0F )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中。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M40-100psig)的顶部压力和93_149°C (200-300 0F )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。所述设备和方法具有提供来自第二产物回收段130的再循环物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速以实现目标丙烯收率，则可将来自第二脱丁烷塔沈0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176中。图1显示其中输送的C4烃未充分气化，所以它们将LPG分离器底部料流中带有C4烃的管线176与进料管线178结合的情况。管线266和176中的料流均带有C4烃， 所以适于一起在蒸发器换热器188中气化。气化C4烃在管线190中行进并可在作为第二烃进料供入第二反应器200中以前在换热器中过热。在图2所示本发明另一实施方案中，石脑油分离器如图1保留在气体回收段的上游，但脱丁烷塔被脱丙烷塔代替且删除LPG分离塔，产生更具能量效率且更低资本成本的设计，尽管具有降低的灵活性。图2中不同于图1的元件通过具有撇号(‘)的参考数字表示。图2中的所有其它元件与图1中相同。图2中的气体回收段120’与图1的实施方案中不同。取决于所需石脑油馏分的沸点范围，可作为选择将管线126’中的级间压缩机液体送入汽提塔146中。在该选择方案下，管线126’中的级间压缩机液体在比管线144更高高度的进入位置处流入汽提塔146中。 另外，管线126’中的所有或一部分级间压缩机液体如先前关于图1所述流入石脑油分离器 180 中。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。第一脱丙烷塔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’中的来第一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’的顶部连通的丙烷/丙烯分离器(未显示) 中。管线166’中的底部料流可在管线168’与管线172’之间分离，管线168’用于将脱丙烷石脑油输送至主吸收器140中以帮助C3+物料吸收，管线172’用于再循环至石脑油分离塔180或管线173中的产物回收。在一个实施方案中，可将轻石脑油料流在管线162的进料进入点以下的管线183’ 中作为侧馏分从第一脱丙烷塔160’的一侧取出。该侧馏分可主要包含C4-C7烃。该侧馏分可来自蒸气侧取口以避免必须在蒸发器中将液流气化。管线183’中的侧馏分石脑油可提供管线191中的所有第二烃进料或可与再循环管线256’中的蒸气脱丙烷侧取物料混合以提供管线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183’与第一脱丙烷塔160’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160’和第二产物回收段230’下游连通的第二反应器200的操作一般参考图1描述。一个例外是在管线256’中从第二脱丙烷塔250取出的蒸气侧取料用于再循环至第二反应器200中。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与关于图1所述相同。
实施例作为基础案例，用气体回收段下游的石脑油分离塔模拟FCC气体回收段。石脑油分离塔仅提供轻石脑油和重石脑油馏分。但对于图1所示模拟本发明的另一 FCC气体回收段，其采取管线173中来自管线172的所有轻石脑油和管线184中来自管线192的所有重石脑油。该模拟由基础案例和本发明案例下得到相同的产物流速和非常近似的分馏沸点馏分。为比较，运行两种模拟以确保在两种情况下相同的(3和(；烃回收。在本发明案例下必须提高在管线168中从脱丁烷塔底部再循环至主吸收塔的轻石脑油流速，因为相对于基础案例将较少的不稳定石脑油从主塔接收器底部和湿气压缩机接收器顶部送至主吸收塔中。另外，必须提高在管线152中从主塔再循环至第二吸收器和返回的LCO流速以得到第二吸收器中相同的C4回收。对于基础案例和本发明案例，气体回收段中汽提塔、脱丁烷塔和石脑油分离塔的加热负荷显示于表I中。表I显示再沸器总加热负荷的28%降低。表 I
权利要求
1.催化设备，其包括 催化反应器；与所述反应器连通的主分馏塔； 与所述主分馏塔顶部连通的塔顶接收器；和与所述塔顶接收器底部连通的石脑油分离塔。
2.根据权利要求1的催化设备，其进一步包括与所述石脑油分离塔连通的主吸收塔。
3.根据权利要求1的催化设备，其进一步包括与所述主吸收塔连通的第二催化反应ο
4.根据权利要求2的催化设备，其进一步包括与所述主吸收塔连通的脱丁烷塔。
5.根据权利要求4的催化设备，其中LPG分离塔与所述脱丁烷塔的顶部连通。
6.根据权利要求1的催化设备，其进一步包括与所述塔顶接收器连通的湿气压缩机、 与所述湿气压缩机连通的分离器和与分离器底部连通的所述石脑油分离塔。
7.流化催化裂化方法，其包括将第一烃进料供入第一流化催化裂化反应器中； 使所述第一烃进料与催化剂接触以提供第一产物； 将一部分所述第一产物供入主分馏塔中；分离塔顶接收器中来自所述主分馏塔的所述第一产物的塔顶馏分；和在石脑油分离塔中分离来自所述塔顶接收器的液流以提供轻石脑油料流。
8.根据权利要求7的流化催化裂化方法，其进一步包括将所述轻石脑油料流供入主吸收塔中。
9.根据权利要求7的流化催化裂化方法，其进一步包括 将一部分所述轻石脑油料流作为第二烃进料供入第二反应器中；和使所述第二烃进料与催化剂接触以提供第二产物。
10.根据权利要求8的流化催化裂化方法，其进一步包括将一部分来自所述主吸收塔的液体馏分供入脱丁烷塔中。
全文摘要
公开了用于从催化转化产物流中回收产物的设备和方法。将来自主分馏塔的来自塔顶接收器的气态不稳定石脑油在压缩机中压缩。将来自塔顶接收器的液体不稳定石脑油和来自压缩机的液体石脑油馏分送入主吸收器上游的石脑油分离塔中。因此，较少的石脑油在气体回收系统中循环。
文档编号B01J29/06GK102597179SQ201080050471
公开日2012年7月18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·J·达席尔瓦费雷拉阿尔维斯, L·E·伦纳德, S·乌拉什阿彻克格兹, X·X·朱 申请人:环球油品公司