1.本文中的实施方案一般涉及使用混合催化剂体系转化烃的系统和方法。更具体地，本文中的实施方案涉及提高反应器内石脑油转化催化剂的浓度，同时在有利的操作条件下接触轻和重石脑油。
背景技术：
2.近来，通过流化催化裂化(fcc)方法生产轻烯烃被认为是最有吸引力的提议之一。此外，对石化基本原料如丙烯、乙烯和芳烃(苯、甲苯、二甲苯等)的需求不断增加。此外，出于经济和环境双重原因，炼油厂与石化综合设施的整合已成为首选方案。
3.全球趋势还表明，与对汽油产品的需求相比，对中间馏出物(柴油)的需求越来越高。为了使来自fcc工艺的中间馏出物最大化，需要在较低的反应器温度和不同的催化剂配方下运行fcc。由于fcc单元在低得多的反应器温度下运行，这种变化的不利方面是轻烯烃产率降低。这也将减少烷基化单元的原料。
4.在过去的二十年中已经开发了多种流化床催化方法，以适应不断变化的市场需求。例如，us7479218公开了一种流化催化反应器系统，其中提升管反应器被分成不同半径的两部分以改善轻烯烃生产的选择性。提升管反应器的具有较小半径的第一部分用于将重进料分子裂化为石脑油范围。提升管反应器的较大半径部分(即第二部分)用于将石脑油范围产品进一步裂化为轻烯烃，例如丙烯、乙烯等。虽然反应器系统概念相当简单，但对轻烯烃的选择性的程度是受到限制的，其原因如下：(1)石脑油范围进料流部分地接触焦化或失活的催化剂；(2)由于两部分中反应的吸热性质，反应段的第二部分中的温度远低于第一区的温度；以及(3)与重烃相比，缺乏轻质进料裂化所需的高活化能。
5.已经开发了用于烃裂化的其他多种系统，尤其包括在us6106697、us7128827、us7658837、us2007/0205139、wo2010/067379、us6869521、us7611622、us5944982、us20060231461和us7323099中描述的那些。
6.us9452404公开了使轻烯烃或中间馏出物和轻烯烃最大化的方法。其中的系统包括用于烃裂化的双反应器方案，包括与逆流鼓泡/湍流流化床反应器组合的常规提升管反应器，其中使混合裂化催化剂分离。
技术实现要素：
7.一方面，本文公开的实施方案涉及用于烃转化的方法。该方法可以包括分离来自移动床反应器的流出物，流出物处于反应器出口温度并且包含反应产物、第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂。第一颗粒催化剂可以具有比第二颗粒催化剂更小的平均颗粒尺寸和/或可以比第二颗粒催化剂密度更低。可以回收包含反应产物和第一颗粒催化剂的第一流和包含第二颗粒催化剂的第二流。包含第二颗粒催化剂的第二流可以与高温度的再生催化剂流混合，其中再生催化剂流可以包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂二者。混合可以产
生处于介于高温度和反应器出口温度中间的温度的混合催化剂。在移动床反应器中，混合催化剂可以与轻石脑油原料接触以反应其中的烃，该吸热反应将混合催化剂的温度降低到第二中间温度。在移动床反应器中，第二中间温度的混合催化剂然后可以与重石脑油原料接触以反应其中的烃。从移动床反应器回收的可以是包含反应产物、第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的流出物。
8.在一些实施方案中，移动床反应器可以是垂直式反应器，并且轻石脑油原料可以在比重石脑油原料更低的高度处引入反应器。再生催化剂流的高温度可以在例如约1300
°
f至约1500
°
f的范围内。此外，在一些实施方案中，第一中间温度可以在约900
°
f至约1200
°
f的范围内；第二中间温度可在约800
°
f至约1150
°
f的范围内；并且反应器流出物温度可以在约700
°
f至约1150
°
f的范围内。
9.在一些实施方案中，催化剂流的混合可以在移动床反应器内在低于引入轻石脑油原料之高度的高度处进行。在另一些实施方案中，混合可以在移动床反应器外部进行。
10.在另一方面，本文公开的实施方案涉及用于进行化学反应的系统。该系统可包括分离器，该分离器被配置为分离包含反应产物、第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的反应器流出物。第一颗粒催化剂可以具有比第二颗粒催化剂更小的平均颗粒尺寸和/或可以比第二颗粒催化剂密度更低。可以从分离器回收包含反应产物和第一颗粒催化剂的第一流和包含第二颗粒催化剂的第二流。可以提供混合装置，混合装置被配置为使包含第二颗粒催化剂的第二流与高温度的催化剂流紧密接触，该催化剂流可包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂。紧密接触可产生于介于高温度和反应器出口温度中间的均匀温度的混合催化剂。该系统还可以包括移动床反应器，移动床反应器被配置为：在该中间温度下使混合催化剂与第一反应物接触，其将混合催化剂的温度降低到第二中间温度；使第二中间温度的混合催化剂与第二反应物接触。可以提供流动管线以回收来自移动床反应器的反应器流出物。
11.在一些实施方案中，混合装置可以包括立管，该立管包括：接收来自分离器的第二流的第一入口；接收来自催化剂再生器的催化剂流的第二入口；和将混合催化剂供应到移动床反应器的出口。在另一些实施方案中，混合装置可包括：设置在移动床反应器下部的第一催化剂分配器，该催化剂分配器被配置为接收来自分离器的第二流并将包含在第二流中的第二催化剂分散到移动床反应器中；靠近第一催化剂分配器设置的第二催化剂分配器，该第二催化剂分配器被配置为接收来自催化剂再生器的催化剂流并将包含在催化剂流中的第一和第二催化剂分散到移动床反应器中并与来自第一催化剂分配器的第二催化剂接触。
12.该系统可以还包括定位在第一和第二催化剂分配器下方的气体分配器，该气体分配器被配置为流化和紧密混合催化剂以在与第一反应物接触之前达到均匀中间温度。在一些实施方案中，该系统还可包括位于移动床反应器内部并位于第一反应物的进料高度下方的结构，以增强催化剂的接触以在与第一反应物接触之前达到均匀中间温度。
13.在另一方面，本文公开的实施方案涉及用于烃转化的方法。该方法可以包括将包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的催化剂流进料到反应器。第一颗粒催化剂可以具有比第二颗粒催化剂更小的平均颗粒尺寸和/或可以比第二颗粒催化剂密度更低。该方法还包括将轻石脑油原料和重石脑油原料进料到反应器，其中轻石脑油原料在比重石脑油原料
更低的高度引入反应器。然后可使轻和重石脑油原料与第一和第二颗粒催化剂接触以反应其中包含的烃，从而允许从反应器回收塔顶产物。塔顶产物可包含转化的烃流出物、第二颗粒催化剂和第一颗粒催化剂。然后可从塔顶产物中分离第二颗粒催化剂，以提供包含第一颗粒催化剂和转化的烃流出物的第一流和包含分离的第二颗粒催化剂的第二流。可以将第二流中分离的第二颗粒催化剂返回到反应器。在一些实施方案中，可从反应器回收塔底产物，该塔底产物包含第二颗粒催化剂。
14.在一些实施方案中，该方法还可包括将烃原料和第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的混合物进料到第二反应器。第一和第二颗粒催化剂的混合物可以在第二反应器中与烃原料接触以裂化烃原料并形成包含较轻烃和第一和第二颗粒催化剂的混合物的第二反应器流出物。然后可以将第一流和第二反应器流出物二者进料到分离器，该分离器使第一和第二颗粒催化剂与较轻烃和转化的烃流出物分离以回收烃产物并形成包含夹带烃的混合催化剂。在一些实施方案中，例如，第二反应器可以是提升管反应器。
15.可以从混合催化剂中汽提夹带烃并且可以将汽提的颗粒催化剂进料到催化剂再生器，该催化剂再生器可以用于再生第一和第二颗粒催化剂。进料到反应器的催化剂流可以包含例如来自再生器的再生的第一和第二颗粒催化剂。该方法还可以包括以下一个或多个操作：将新鲜的第二颗粒催化剂进料到反应器；和/或将新鲜的第一颗粒催化剂进料到再生器。
16.该方法还可以包括将来自再生器的第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的混合物进料到第二反应器，作为进料到第二反应器的第一和第二颗粒催化剂的混合物。在一些实施方案中，第二颗粒催化剂可以是zsm
‑
5或zsm
‑
11，并且第一颗粒催化剂可以是y型裂化催化剂或fcc裂化催化剂。
17.该方法还可包括将烃产物分离成包含轻石脑油馏分和重石脑油馏分的两种或更多种烃馏分。可以将轻石脑油馏分和重石脑油馏分进料到反应器中。
18.在另一方面，本文公开的实施方案涉及用于裂化烃的系统。该系统可以包括混合区，该混合区被配置为：接收第一高温度的包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的催化剂混合物；接收第二较低温度的包含第二颗粒催化剂的催化剂流；将催化剂混合物和催化剂流中的催化剂混合，以提供具有均匀中间温度的混合催化剂。还可以提供反应区，该反应区被配置为：使具有均匀中间温度的催化剂混合物与轻石脑油进料接触以产生第二中间温度的烃
‑
催化剂混合物；使第二中间温度的烃
‑
催化剂混合物与轻石脑油进料接触以产生包含第一颗粒催化剂、第二颗粒催化剂和烃的反应器流出物。该系统还可包括颗粒分离器，用于从反应器流出物中分离第二颗粒催化剂以回收包含烃和第一颗粒的烃流出物流和包含第二颗粒催化剂的催化剂流。可以提供进料管线，用于将来自所述颗粒分离器的分离的第二颗粒返回到混合区。
19.在一些实施方案中，该系统可以包括提升管反应器，用于使第一和第二颗粒催化剂的混合物与第二烃原料接触以将第二烃原料的至少一部分转化为较轻烃并回收包含较轻烃和第一和第二颗粒催化剂的混合物的提升管反应器流出物。分离系统可以接收烃流出物流和提升管反应器流出物流，分离系统被配置为使其中包含的烃与第一和第二颗粒催化剂分离。可提供再生器以再生在分离系统中回收的第一和第二颗粒催化剂。
20.该系统还可以包括设置在分离系统和再生器中间的汽提器，用于从分离的颗粒催
化剂中汽提额外的烃并且用于将汽提的颗粒催化剂进料到再生器。还可以提供第二分离系统，用于将从第二分离器回收的烃产物流分离成包含轻石脑油馏分和重石脑油馏分的两种或更多种烃馏分。可提供第一进料管线用于将新鲜的第二颗粒催化剂进料至反应器，并且还可提供第二进料管线用于将新鲜的第一颗粒催化剂进料至再生器。
21.其他方面和优点将从以下描述和所附权利要求中展现。
附图说明
22.图1a
‑
1c是根据本文的实施方案的反应器系统的简化流程图。
23.图2
‑
5示出了可用于根据本文的实施方案的反应器系统的分离器。
24.图6
‑
8是根据本文的实施方案的方法的简化流程图。
25.图9
‑
12呈现了说明在根据本文的实施方案的反应器系统中可获得的有利反应条件的数据。
26.图13呈现了将根据本文的实施方案的反应器系统与常规系统进行比较的数据。
具体实施方式
27.如本文所用，术语“催化剂”、“颗粒”、“颗粒催化剂”和类似术语可以互换使用。上文概述的并且如下文进一步描述的，本文的实施方案可用于基于尺寸和/或密度分离混合颗粒催化剂材料以在石脑油转化系统中实现有利效果。用于促进催化或热反应的颗粒或颗粒材料可包括例如催化剂、吸收剂和/或不具有催化活性的传热材料。
28.一方面，本文的实施方案涉及用于石脑油范围烃转化的流化催化裂化装置和方法。本文的实施方案可以有利地在较高、更优选的裂化温度下转化较轻的石脑油馏分，然后在较低、更有选择性的温度下转化较重的石脑油馏分。各石脑油馏分在更优选或最佳条件下的接触和转化可因此允许更有选择性的裂化和更少的轻烃(“气体”)产物如氢气、甲烷和乙烷的产生。
29.如在本文的一些实施方案中使用的，石脑油范围材料可被称为“轻(轻质)”和“重(重质)”，而在另一些实施方案中可被称为“轻(轻质)”、“中(中质)”和“重(重质)”，这取决于处理和使用的“分流值(split)”。这种类型的进料可源自全沸程石脑油，例如，典型地具有约c5至215℃(420
°
f)的沸程，并且在一些实施方案中可包含沸点高至480
°
f、500
°
f，或甚至高至520
°
f的组分，以及包含沸点在此范围内的烃的其他烃混合物。
30.本文实施方案中使用的轻石脑油馏分在一些实施方案中可具有约c5或c6至165℃(330
°
f)的沸程；在另一些实施方案中约c5或c6至约280
°
f的沸程；并且在另一些实施方案中约c5或c6至约250
°
f的沸程。在另一些实施方案中，轻石脑油馏分可具有在约49℃(120
°
f)至约88℃(190
°
f)范围内的沸程端点。
31.在一些实施方案中，本文实施方案中使用的重石脑油馏分可具有约125℃至210℃(260
°
f至412
°
f)的沸程。根据本文实施方案的重石脑油可包含再在以下温度沸腾的烃：在一些实施方案中高于约110℃(230
°
f)，在其他实施方案中高于121℃(250
°
f)，并且在另一些实施方案中高于约132℃(270
°
f)。在一些实施方案中，重石脑油范围馏分可包含沸点高至400
°
f、420
°
f、480
°
f、500
°
f或甚至高至520
°
f的组分。在一些实施方案中，重石脑油馏分可具有在约110℃(230
°
f)至约132℃(270
°
f)范围内的初沸点。
32.所用石脑油馏分的初沸点和终沸点可取决于来源、用于处理石脑油范围材料的催化剂、反应器中提供的进料位置或分配器的数量，以及靠近进料位置或分配器的运行温度。在提供三个或更多个进料位置或分配器的情况下，石脑油馏分可以以三种馏分提供，包括中石脑油馏分。例如，本文所用的中石脑油馏分可以具有起点为约60℃(140
°
f)至约66℃(150
°
f)并且终点在约110℃(230
°
f)至约132℃(270
°
f)或138℃(280
°
f)范围内的沸程，例如约83.3℃(150
°
f)至约61.1℃(230
°
f)的沸程。此外，虽然被称为初点或终点温度，但对于本文的一些实施方案，所指出的预期目标“截取段(也称为馏分)”温度可以是下限上的5wt％或15wt％的沸点温度和/或上限的95％或85％的沸点温度，例如可以使用例如astm d86或astm d2887测量。
33.根据本文实施方案可以使用各种类型的反应器来处理石脑油馏分。在一些实施方案中，反应器可包括移动床。在另一些实施方案中，反应器可包括流化床区域和移动床区域。
34.在操作中，反应器可以接收催化剂颗粒的混合物，其包含例如第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂。第一颗粒催化剂可以具有比第二颗粒催化剂更小的平均颗粒尺寸和/或可以密度较低。在一些实施方案中，例如，第二颗粒催化剂可以包括zsm
‑
5或zsm
‑
11，并且第一颗粒催化剂包括y型裂化催化剂或fcc裂化催化剂，但是可以另外或替代地使用其他催化剂。下面描述的实施方案可以针对具体催化剂类型进行描述，但这些描述旨在作为本文实施方案的示例，并不旨在将本发明限制为仅使用这些催化剂。
35.由于第二(较大和/或密度较高)颗粒催化剂对于石脑油范围材料的转化可能具有更高的选择性，因此期望在反应器内浓缩该催化剂。因此可以调节移动床反应器中的条件以从反应器中输送至少第一颗粒催化剂；在其他实施方案中，输送第一颗粒催化剂和一部分第二颗粒催化剂；并且在另一些实施方案中从反应器输送第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂二者，因此在一些实施方案中产生包含反应产物、第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的流出物。因此，对于输送或移动床反应器，可以将反应器内的气体速度控制为大于最大和/或密度最高催化剂颗粒的输送速度。
36.然后可以将包含输送的催化剂颗粒的反应器流出物进料到分离器。然后可以基于尺寸和/或密度分离来自反应器的合并颗粒流，并且可以将较大和/或密度较高的颗粒返回反应器以继续反应。因此，较轻和/或密度较小的颗粒的去除使得在反应器系统内实现较重和/或密度较高的颗粒的更高、更有益的浓度。
37.在使用组合流化床/移动床反应器的情况下，可以将反应器内的气体速度控制为低于最大和/或密度最高的第二催化剂颗粒的输送速度，但高于较小和/或密度较低的第一催化剂颗粒的输送速度。换言之，较重颗粒可在反应器的流化床区域内形成湍流床，并且较轻和/或密度较低的颗粒可形成移动床，从而从反应器中输送较轻和/或密度较低的颗粒。条件可以是使得一部分较重和/或密度较高的颗粒被夹带在移动床中。然后可以基于尺寸和/或密度分离来自反应器的合并颗粒流，并且较大和/或密度较高的颗粒可以返回反应器用于继续反应。因此，从反应器流出物中去除和分离较轻和/或密度较低的颗粒使得在反应器系统内实现较重和/或密度较高的颗粒的更高、更有益的浓度。
38.第一和第二催化剂颗粒可各自描述为具有可列为dx(例如，d10、d25、d50、d75和d90)的颗粒尺寸分布，其中x％的颗粒具有小于直径d的直径，并且平均颗粒尺寸以d50给
出，其中颗粒尺寸分布可通过例如过筛或光散射测量。在一些实施方案中，可以选择反应器中的表观气体速度以输送尺寸小于较大和/或密度较高颗粒的d10、d25、d50、d75或d90的颗粒。在另一些实施方案中，可以选择反应器中的表观气体速度以输送尺寸为较大和/或密度较高颗粒的至少d75或d90的颗粒，从而将大部分或所有颗粒从反应器输送到颗粒分离器。
39.然后可以将来自移动床反应器或移动床反应区的流出物如上所述进料到颗粒分离装置。颗粒分离装置可用于基于尺寸和/或密度分离催化剂颗粒，从而允许回收包含反应产物和第一颗粒催化剂的第一流和包含第二颗粒催化剂的第二流。
40.包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂二者的混合催化剂体系的进料通常从催化剂再生器接收，并且通常处于远超过优选的轻石脑油转化条件的再生温度。除了在反应器系统内浓缩优选的催化剂之外，本文的实施方案还可有利地提供混合催化剂与烃进料的较低初始接触温度。较低初始接触温度可以通过使包含第二颗粒催化剂的第二流与高温度的包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的再生混合催化剂流紧密接触和混合来提供。颗粒的紧密混合和接触产生混合催化剂，该混合催化剂：(i)具有比来自再生器的催化剂进料更高浓度的较重和/或密度较高的第二颗粒催化剂，(ii)处于介于高再生器温度和反应器出口温度中间的温度。结果，在移动床反应器中，混合催化剂可以与轻石脑油原料接触以反应其中的烃，该吸热反应将混合催化剂的温度降低到第二中间温度，其适合于在移动床反应器中使第二中间温度的混合催化剂与重石脑油原料接触以反应其中的烃。如上所述，包含反应产物、第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂的流出物然后可以从反应器中回收并输送到颗粒分离器用于继续处理，分离较大和/或密度较高的颗粒以返回至反应器中，在反应器内建立这些较大和/或密度较高的颗粒的浓度，并提供一种控制从再生器提供的催化剂的温度的手段。
41.作为移动床反应器系统的实例，移动床反应器可以是垂直式反应器。轻石脑油原料可以在比重石脑油原料更低的高度引入反应器。从催化剂再生器进料到反应器的催化剂混合物可以处于例如约1300
°
f至约1500
°
f范围内的高温度。第一中间温度(即与分离的较大和/或密度较高的颗粒紧密接触后混合催化剂的温度)可以在例如约900
°
f至约1200
°
f的范围内。轻石脑油可以与第一中间温度的催化剂接触，将一部分轻石脑油转化为较轻烃，并且将混合催化剂颗粒的温度进一步降低至第二中间温度。第二中间温度(即在轻石脑油吸热转化之后)可以在约800
°
f至约1150
°
f的范围内。重石脑油可以与第二中间温度的催化剂接触，将一部分重石脑油转化为较轻烃，并将混合催化剂颗粒的温度进一步降低到反应器出口温度，例如在约700
°
f至约1150
°
f的范围内的反应器流出物温度。对于包括多于两个进料位置或进料分配器的反应器，可以在轻和重石脑油进料高度中间的高度引入中石脑油馏分。本发明人已经发现，根据本文实施方案用于移动床反应器的低于重石脑油进料的轻石脑油进料为轻和重石脑油裂化的期望反应提供了优选的动力学。
42.如上所述，从反应器流出物中分离的、在反应器中浓缩的催化剂颗粒可用于在烃接触之前通过将分离的催化剂颗粒与再生的催化剂颗粒紧密混合来改变再生催化剂的温度。在一些实施方案中，混合可以在移动床反应器中在低于引入轻石脑油原料之高度的高度处进行。在另一些实施方案中，混合可在移动床反应器外部进行。
43.本文的实施方案包括混合装置，该混合装置被配置为使包含第二颗粒催化剂的第二流与高温度的催化剂流紧密接触，该催化剂流包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂，
例如可以从催化剂再生器接收。两种催化剂流的紧密接触产生了处于介于高温度和反应器出口温度中间的均匀温度的混合催化剂。如本文所用，“均匀温度”是指催化剂床具有的颗粒温度在平均床温度的几度以内。在一些实施方案中，本文的均匀温度可包括颗粒温度在平均床温度的+/
‑
20℃以内；在另一些实施方案中在平均床温度的+/
‑
15℃以内；在另一些实施方案中在平均床温度的+/
‑
10℃以内；在另一些实施方案中在平均床温度的+/
‑
5℃以内；并且在另一些实施方案中在平均床温度的+/
‑
2℃以内。尽管催化剂颗粒是固体，但混合装置可以被配置为在输送至石脑油进料位置期间提供足以实现与轻石脑油反应所需的均匀温度的接触时间和碰撞。
44.如上所述，再生器温度可以高于1300
°
f，而使轻石脑油与催化剂在低于1250
°
f的温度接触是有利的。为了实现合并催化剂流的期望均匀温度，再生催化剂(混合催化剂流)可以与返回的催化剂(第二流)在一些实施方案中以0.2:1至5:1，在另一些实施方案中以0.3:1至3:1，并且在另一些实施方案中以0.5:1至1.5:1的进料比合并。所用再生催化剂与返回催化剂的比率可取决于期望的均匀温度、催化剂与油的比率和其他反应器变量。
45.在一些实施方案中，可以在混合装置中实现均匀温度，例如在反应器系统下部的接触区域。因此，混合装置可包括设置在移动床反应器下部的第一催化剂分配器和第二催化剂分配器。第一催化剂分配器可以被配置为接收来自分离器的第二流并将包含在第二流中的第二催化剂分散到移动床反应器中。第二催化剂分配器可靠近第一催化剂分配器设置并被配置为接收来自催化剂再生器的混合催化剂流并将包含在催化剂流中的第一和第二催化剂分散到移动床反应器中并与来自第一催化剂分配器的第二催化剂接触。反应器的该下部中的输送速度可以保持足够低以提供停留时间以及两种催化剂流在催化剂进料区的紧密接触和混合，从而在与轻石脑油进料接触之前实现期望的均匀温度。
46.在一些实施方案中，气体分配器可定位在第一和第二催化剂分配器下方。气体分配器可以被配置为流化和紧密混合催化剂以在与轻石脑油接触之前达到均匀中间温度。由气体分配器引入的气体可以是惰性气体，例如氮气或蒸汽，以及其他输送介质。
47.在多种实施方案中，该系统还可以包括在移动床反应器内并且位于第一反应物(例如轻石脑油)的进料高度下方的结构化内部构件。该结构可提供用于输送催化剂颗粒的曲折路径，增强催化剂的接触以在与石脑油接触之前达到均匀中间温度。
48.如果没有再生催化剂的紧密接触和温度的降低，与轻石脑油的接触可能导致过度裂化或其他反应，产生不希望的轻气体，例如氢气和甲烷。此外，催化剂温度可能保持高于与重石脑油原料接触所期望的，再次导致反应器性能降低。然而，利用通过本文实施方案可实现的均匀中间温度，轻石脑油和重石脑油两者可以在有利条件下与混合催化剂体系接触，从而改善了反应器性能并产生更期望的产物混合物。
49.现在参考图1a和1b，示出了根据本文实施方案的反应器系统。反应器32可以通过例如流动管线30接收催化剂颗粒的混合物，其包含第一颗粒催化剂和第二颗粒催化剂，并且可以通过催化剂分配器引入反应器32。第一颗粒催化剂可以具有比第二颗粒催化剂更小的平均颗粒尺寸和/或更低的密度。在一些实施方案中，例如，第二颗粒催化剂可以包括zsm
‑
5或zsm
‑
11，并且第一颗粒催化剂包括y型裂化催化剂或fcc裂化催化剂，但是可以另外或替代地使用其他催化剂。例如，这些催化剂可用于裂化分别通过流动管线34a和34b引入反应器32的轻石脑油原料和重石脑油原料。
50.如上所述，反应器32可以作为输送反应器运行，其保持足够的表观气体速度以将混合催化剂体系与来自反应器32的反应流出物一起输送到分离器47。来自反应器32的流出物可以通过流动管线45回收，并且因此可以包含裂化烃产物、未反应的烃原料、氮气或蒸汽(汽提介质或添加的流化气体，例如通过流动管线35添加)和催化剂混合物，该催化剂混合物包含引入反应器的基本上所有的较轻和/或较小的催化剂和一部分或全部较大和/或密度较高的催化剂。
51.流出物然后可以通过流动管线45输送到固体分离器47。分离器47可以是被配置为基于物理特性(即颗粒尺寸和/或密度)来分离两种类型的催化剂的分离器。例如，分离器47可使用惯性力或离心力的差异将fcc催化剂与zsm
‑
5分离。固体分离容器47是第二反应器32的外部容器并且在基于物理特性增强两种类型的催化剂的分离的流体动力学特性下操作。
52.在分离器47中分离之后，较小和/或较轻的催化剂(例如y型沸石或fcc催化剂)可以与反应器流出物蒸气一起通过分离器出口管线36a回收。较大和/或密度较高的催化剂(例如zsm
‑
5或zsm
‑
11)可通过流动管线49和相关的催化剂分配器返回反应器32，以与通过分配器34a、34b引入的烃进料继续反应。
53.图1b示出了在容器32内使用多个催化剂分配器的替代方案。相反地，混合催化剂进料30和流49中的催化剂可以在单个催化剂分配器的上游混合，该分配器用于将具有提高的第二催化剂浓度的混合物引入容器32中。
54.带走基本上所有的较轻/较小的催化剂和一部分较大和/或密度较高的催化剂、随后分离和将较大和/或密度较高的催化剂再循环到反应器32可以允许在反应器32中显著积累较大和/或密度较高的催化剂。由于这种催化剂对c4和石脑油范围烃的裂化更具选择性，因此较大和/或密度较高的催化剂的积累可以提供选择性和产率优势。此外，反应器在流化流动状态下操作以带走两种类型的催化剂可以提供反应器的改进的可操作性或操作的灵活性，如上文讨论的。
55.在一些实施方案中，新鲜催化剂(例如较大和/或密度较高的第二催化剂)可以通过流动管线43直接添加到反应器容器32中。高温度的再生催化剂混合物从再生器(未示出)通过管道30输送到反应器容器32。催化剂流30、49的混合和紧密接触可以在与轻石脑油进料34a接触之前提供均匀催化剂温度，如上所述。预计通过流动管线43的新鲜催化剂的添加速率可能较低，并且可能对整体催化剂温度的影响最小。尽管如此，新鲜催化剂43的引入点可以靠近入口30、49，使得其有助于实现期望的均匀温度，或者可以在轻石脑油进料34a和重石脑油进料34b中间，从而进一步在靠近重石脑油进料34b的引入点将混合催化剂的温度降低到更优选的重石脑油反应温度。
56.反应器容器32中的催化剂床预期在湍流床、鼓泡床或快速流化方案下操作。如图所示，轻石脑油进料34a可以进料到反应器32并在混合催化剂的存在下转化为轻烯烃。提升气体35连同容器32中的产物气体将通过管道45将固体(包含两种催化剂)提升到固体分离容器47。由于两种催化剂颗粒的尺寸和/或密度不同，大多数较重的催化剂颗粒(例如zsm
‑
5或zsm
‑
11)将在固体分离容器47中与较轻的催化剂(例如y型或fcc催化剂)分离并通过回流管线49转移回反应器32。较轻的催化剂颗粒随后将与反应器流出物一起通过流动管线36a输送到下游以用于继续处理，例如在分离器、汽提器和/或再生器中继续处理。
57.尽管未示出，但容器32可包括底部法兰或出口，以允许容器去除催化剂库存。如果
需要，这样的出口也可用于定期去除可能积累在容器32内的较大和/或较重的催化剂颗粒。
58.虽然在图1a和1b中将移动床或输送反应器示出为单个连续反应器容器32，但本文的实施方案还考虑使用分离的容器用于第一(例如，轻石脑油)和第二(例如，重石脑油)反应阶段，如图1c所示，其中相同的附图标记代表相同的部分。如图1c所示，从最上面的反应器阶段回收的反应器流出物45可以进料到分离器47，用于使较重和/或密度较高的催化剂与反应产物和较轻和/或密度较低的催化剂分离。
59.较轻和/或密度较低的催化剂和反应产物可以通过流动管线36a回收。任选地，流动管线36a中的反应产物和催化剂可以通过骤冷流骤冷。骤冷流可以是烃进料例如重减压瓦斯油或重渣油进料、轻循环油(lco)或蒸汽，其可通过分配器36b注入分离器出口管线36a。(任选地骤冷的)反应流出物然后可以通过流动管线37向下游进料用于进一步处理。
60.较重和/或密度较高的催化剂颗粒可以通过流动管线49从分离器47回收。流动管线49可以用于在反应阶段32a、32b内浓缩较重和/或密度较高的催化剂。在一些实施方案中，管线49中的催化剂流可完全引导至最下面的反应阶段32a。任选地，管线49中催化剂的一部分可以通过流动管线49b引导至中间或上面的反应阶段32b。无论使用何种催化剂裂化，都应将足够的催化剂引向最下面的反应阶段32a以与再生催化剂流30接触和混合，从而在催化剂混合物与轻石脑油进料34a接触之前达到期望的均匀催化剂混合物温度。
61.下面的反应阶段32a中的表观气体速度可以保持足够高以将所有较轻和/或密度较低的催化剂通过输送管线38输送到上面的反应阶段32b。重石脑油进料34b然后可以与催化剂混合物接触，并且可以保持反应阶段32b中的条件足以将所有较轻和/或密度较低的催化剂连同反应产物一起通过流动管线45输送到分离器47。
62.如上所述，根据本文实施方案的系统可以包括分离器47，该分离器47被配置为基于物理性质如颗粒尺寸和/或密度来分离两种类型的催化剂。分离器47可以是旋风分离器、筛网分离器、机械筛分器、重力室、离心分离器、挡板室、百叶窗分离器、在线或气动分级器，或可用于基于尺寸和/或流体动力学特性有效地分离颗粒的其他类型的分离器。
63.可用于本文实施方案中的分离器或分级器的示例在图2
‑
5中示出。在一些实施方案中，分离器47可以是如图2所示的u形惯性分离器，以分离具有不同颗粒尺寸和/或颗粒密度的两种固体颗粒或催化剂。分离器可以构建成u形的形式，其具有在顶部的入口70，在u形的另一端的气体出口84，和在u形分离器的基部的主要固体出口80。
64.具有不同尺寸的固体颗粒或催化剂的混合物72与载气流一起通过入口70引入，并且通过转动不超过一圈向固体施加惯性分离力以分离不同尺寸的固体颗粒。较大和/或密度较高的固体颗粒78优先在部分74/76中向下进入连接到u形基部的立管或浸入管80，而较轻或较小的固体颗粒优先与气流一起被携带到出口82，在这里可以回收小颗粒和气体的混合物84。u形分离器基部的固体出口80(用于将较大和/或密度较高的催化剂颗粒流回第二反应器32的立管或浸入管的入口)应足够大以容纳正常固体/催化剂物流。
65.通过控制进入向下立管和离开主气流出口的气体流速，可以控制u形惯性分离器的总体分离效率和使较大和/或密度较高的颗粒与较小和/或密度较小的颗粒分离的选择性。这延伸到完全密封的浸入管，其中离开浸入管的唯一气流是被离开的固体/催化剂流带走的那些。由于u形惯性分离器提供了控制分离效率的能力，如上所述可能在系统中积累的中等尺寸的颗粒可以周期性地或连续地在从分离器47回收的烃产物中被带走用于容器8中
的分离进和再生器24中的再生。
66.在一些实施方案中，气体喷射器75或额外的蒸汽/惰性气体可设置在出口部分80的顶部附近，例如在立管入口的顶部附近。在分离器内提供的额外提升气体可进一步促进较大和/或密度较高的固体颗粒与密度较低和/或较小的固体颗粒的分离，因为额外的气体可优先将较轻的固体颗粒提升至气体出口84，导致更好的固体分级。
67.可以在入口70、出口82和整个u形分离器(包括区域74、76)处调节u形分离器的横截面积以控制装置内的表观气体速度，以控制分离效率和选择性。在一些实施方案中，一个或多个分离器壁的位置可以是可调的，或者可以在分离器的一个或多个部分内设置可移动的挡板，其可以用于控制分离效率和选择性。在一些实施方案中，该系统可包括在出口82下游的颗粒尺寸分析仪，从而能够实时调节通过u形分离器的流动配置以实现期望的分离。
68.使用串联的u形惯性分离器或u形惯性分离器与旋风器的组合可以提供灵活性以允许同时实现较大和/或密度较高颗粒相对于较小和/或密度较低颗粒的目标总体分离效率和目标选择性。
69.二级反应器32还可配备有挡板或结构化内部构件，例如如美国专利7,179,427中所述的模块化格栅。也可以使用提高接触效率和产品选择性/产率的其他类型的内部构件。内部构件可增强催化剂在整个反应器中的分布并改善进料蒸气与催化剂的接触，从而导致平均反应速率增加、催化剂的整体活性增强并优化操作条件以增加轻烯烃的产量。
70.本文公开的实施方案使用y型沸石或常规fcc催化剂，使重烃进料的转化最大化。y型沸石或fcc催化剂的颗粒尺寸比用于增强移动床或输送反应器中轻烯烃生产的zsm
‑
5或类似催化剂更小和/或更轻。zsm
‑
5或类似催化剂具有比y型沸石或fcc催化剂更大的颗粒尺寸和/或更高的密度，y型沸石或fcc催化剂用于增强每个移动床或输送反应器和固体分离器中催化剂类型的分离。保持移动床或输送反应器中蒸气的表观气速，以使y型沸石或fcc催化剂和部分zsm
‑
5或zsm
‑
11催化剂被带出移动床或输送反应器，并且固体分离器可以利用单颗粒终端速度的差异或最小流化/最小鼓泡速度之间的差异来分离zsm
‑
5/zsm
‑
11并将其返回到移动床或输送反应器。这个概念可以省略两阶段fcc系统，因此是简化和有效的过程。该方法中使用的催化剂可以是y型沸石/fcc催化剂和zsm
‑
5或其他类似催化剂的组合，例如在us5043522和us5846402中提到的那些。在这样的反应器系统中也可以使用其他各种催化剂混合物。
71.来自移动床或输送反应器的两种催化剂的夹带、随后的分离以及zsm
‑
5/zsm
‑
11催化剂在移动床或输送反应器中的再循环和积累消除了对在移动床或输送反应器中的表观气体速度的任何潜在限制。因此，固体分离容器的使用在反应器中提供了工艺灵活性，允许移动床或输送反应器在鼓泡床、湍流床或快速流化方案下操作，而不是将操作限制为仅鼓泡床方案。固体分离容器可以是旋风或其他容器，其中固体和气体在公共入口处引入，并通过脱气、惯性和离心力，基于尺寸和/或密度分离颗粒，其中大部分较小的fcc型颗粒从蒸气出口带走，而较大和/或密度较高的zsm
‑
5或zsm
‑
11型颗粒通过密相立管或浸入管返回移动床或输送反应器容器32。
72.除了关于图2描述的u型颗粒分离器之外，图3
‑
5示出了用于本文实施方案中的多种另外的颗粒分离装置。参考图3，用于基于尺寸和/或密度分离催化剂或其他颗粒的挡板室分离器900可以包括入口910，例如水平导管。水平导管中包含的蒸气和颗粒然后进入室
912，然后被挡板914偏转。室912连接到第一竖直出口916和第一水平出口918。挡板914可位于室912的中部、靠近入口910或靠近室的水平出口918。挡板可以成一定角度或可移动，使得挡板可用于偏转更多或更少的催化剂颗粒，并且可以被配置用于特定的颗粒混合物。
73.本文的方法可利用挡板室分离器900来使载气(例如烃反应流出物)中包含的较大和/或密度较高的颗粒与较小和/或密度较低的颗粒分离。挡板室分离器900可以被配置为：使第二颗粒类型的至少一部分与载气和第一颗粒类型分离，通过第一竖直出口916回收第二颗粒类型并且通过第一水平出口918回收包含载气和第一颗粒类型的混合物。分离器还可包括布置在第一竖直出口内或附近的分配器(未示出)，用于引入流化气体，促进第一颗粒类型与第二颗粒类型的额外分离。
74.现在参考图4，示出了根据本文实施方案使用的百叶窗分离器。类似于示出和描述的其他分离器，百叶窗分离器1000可用于基于尺寸和/或密度分离催化剂或其他颗粒。百叶窗分离器1000可包括连接到室1012的竖直入口1010，其中室的一个或多个竖直侧1014配备有窄缝出口1016，其可被描述为百叶窗。百叶窗的数量可以根据应用，例如待分离的期望颗粒混合物而变化，并且百叶窗的角度是可调的以控制穿过和离开百叶窗出口的蒸气量。室1012还连接到室底部的第一竖直出口1014。
75.本文的方法可利用百叶窗分离器1000使载气(例如烃反应流出物)中包含的较大和/或密度较高的颗粒与较小和/或密度较低的颗粒分离。百叶窗分离器1000可以被配置为：使第二颗粒类型的至少一部分与载气和第一颗粒类型分离，通过第一竖直出口1014回收第二颗粒类型，并且通过百叶窗出口1016回收载气和第一颗粒类型。分离器还可以包括布置在第一竖直出口内或附近的分配器(未示出)，用于引入流化气体，促进第一颗粒类型与第二颗粒类型的额外分离。
76.现在参考图5，示出了根据本文的实施方案使用的惯性分离器1100。类似于示出和描述的其他分离器，惯性分离器1100可用于基于尺寸和/或密度分离催化剂或其他颗粒。分离器可以包括位于室1112顶部并延伸到室1112中的入口1110。在一些实施方案中，室1112内的入口1110的高度或布置可以是可调的。分离器还可包括一个或多个侧出口1114、1116，例如一至八个侧出口，以及竖直出口1118。分离器还可包括设置在竖直出口1118内或附近的分配器(未示出)，用于引入流化气体。
77.具有不同尺寸的固体颗粒或催化剂的混合物1172与载气流一起通过入口1110引入。混合物1172中的气体基于压差被优先引导至出口1114、1116，并且通过使颗粒和载气从室1112内的延伸入口1110转向以流向出口1114、1116而在固体上施加惯性力，惯性力分离不同尺寸/密度的颗粒。较大和/或较重的固体颗粒1174优先在部分1118中向下进入连接到分离器底部的立管或浸入管(未示出)，而较轻或较小的固体颗粒1176优先与气流一起被带到出口1114、1116，在那里可以回收小颗粒和气体的混合物。
78.在本文所述的每个分离器中，通过控制进入向下立管/分离室和离开主气流出口的气体流速，可以控制分离器的总体分离效率和使较重和/或较大颗粒与较轻或较小的颗粒分离的选择性。这延伸到完全密封的浸入管，其中离开浸入管的唯一气流是被离开的固体/催化剂流夹带的那些。
79.在一些实施方案中，气体喷射器或额外的蒸汽/惰性气体可设置在重/密颗粒出口部分的顶部附近，例如在立管入口的顶部附近。在分离器内提供的额外提升气体可进一步
促进较重和/或较大的固体颗粒与较轻或较小的固体颗粒的分离，因为额外的气体可优先将较轻的固体颗粒提升至气体出口，导致更好的固体分级。
80.本文所述的颗粒分离器可以设置在容器的外部或内部。此外，在一些实施方案中，颗粒分离器的大/密颗粒出口可以流体连接到外部容器，提供分离的颗粒的选择性再循环或进料到期望的反应器，以例如保持期望的催化剂平衡。
81.在另一方面，本文的实施方案涉及流化催化裂化装置和方法，用于使重烃进料例如减压瓦斯油和/或重油渣油向非常高产率的轻烯烃例如丙烯和乙烯、芳烃和具有高辛烷值的汽油或中间馏分油的转化最大化，同时使较重的底部产品和轻气体(如甲烷)的产率最小化。为了实现这个目标，可以将二级反应器与传统的流化催化裂化反应器例如提升管反应器整合在一起，该二级反应器可以是移动床或输送反应器，例如上文关于图1a
‑
1c描述的催化剂浓缩反应器。
82.重烃进料可在提升管反应器中催化裂化成石脑油、中间馏分油和轻烯烃，提升管反应器是气动流并流型反应器。为了提高轻烯烃(乙烯和丙烯)的产率和选择性，来自提升管反应器的裂化烃产物例如石脑油范围的烃(烯烃和链烷烃)可以回收并在移动床或输送反应器(催化剂浓缩反应器)中处理。可选择地或另外地，外部进料流，例如来自其他工艺(例如蒸汽裂化器、置换反应器或延迟焦化装置)的c4、石脑油或其他烃馏分，和石脑油范围的流，例如直馏石脑油或来自延迟焦化、减粘裂化或天然气冷凝物，以及其他烃原料，可在移动床或输送反应器中处理以生产轻烯烃，例如乙烯和丙烯。根据本文公开的实施方案，移动床或输送反应器与常规fcc提升管反应器的整合可以克服现有方法的缺点，可以显著提高总转化率和轻烯烃产率，可以减少轻气体如氢气和甲烷的产生，和/或可以提高处理较重原料的能力。
83.根据本文公开的实施方案的移动床或输送反应器与常规fcc提升管反应器的整合可以通过以下方式被促进：(a)使用共同的催化剂再生容器，(b)使用两种类型的催化剂，一种选择性地裂化重烃，另一种选择性裂化c4和石脑油范围的烃以生产轻烯烃，以及(c)使用关于图1a
‑
1c描述的移动床或输送反应器或催化剂浓缩反应器，其流动方案将部分分离两种类型的催化剂，有利于c4或石脑油进料与选择性地裂化它们并生产轻烯烃的催化剂接触。
84.为了增强二级反应器的操作窗口，并提供更大的工艺灵活性，移动床或输送反应器可以在流动方案下操作以带走选择性裂化较重烃的催化剂，并带走一部分选择性裂化c4和石脑油范围烃的催化剂。然后将裂化的烃产物和带走的催化剂进料到分离器以使选择性裂化c4和石脑油范围烃的催化剂与裂化的烃产物和选择性裂化较重烃的催化剂分离。该固体分离容器是反应器的外部容器并且在流体动力学特性下操作，该流体动力学特性增强基于物理特性如颗粒尺寸和/或密度对两种类型催化剂的分离。分离的选择性裂化c4和石脑油范围烃的催化剂然后可以返回到移动床或输送反应器用于继续反应，并在移动床或输送反应器中提供了选择性裂化c4和石脑油范围烃的催化剂的提高的浓度，改善了整个过程的选择性，同时由于增强的操作窗口还提高了整个过程的灵活性。
85.如上所述，裂化系统可以使用两种类型的催化剂，每种催化剂有利于不同类型的烃进料。第一裂化催化剂可以是y型沸石催化剂、fcc催化剂或可用于裂化较重烃原料的其他类似催化剂。第二裂化催化剂可以是zsm
‑
5或zsm
‑
11型催化剂或可用于裂化c4或石脑油
范围的烃并选择性地产生轻烯烃的类似催化剂。为了促进本文公开的双反应器方案，第一裂化催化剂可以具有第一平均颗粒尺寸和密度，并且可以比第二裂化催化剂更小和/或更轻，使得可以基于密度和/或尺寸(例如，基于催化剂颗粒的终速度或其他特性)来分离催化剂。
86.在催化剂再生容器中，将从提升管反应器和移动床或输送反应器二者回收的用过的催化剂再生。在再生之后，混合催化剂的第一部分可以从再生容器进料到提升管反应器(并流流动反应器)。混合催化剂的第二部分可以从再生容器进料到移动床或输送反应器。
87.在并流流动(提升管)反应器中，第一烃进料与再生催化剂的第一部分接触以裂化至少一部分烃以形成较轻烃。然后可以从并流流动反应器回收流出物，流出物包含第一裂化烃产物和用过的混合催化剂馏分。
88.在催化剂浓缩第二反应器中，例如关于图1a
‑
1c描述和示出的，轻石脑油可以与催化剂混合物接触，然后重石脑油与催化剂混合物接触。例如，轻石脑油和重石脑油反应区可以在例如约20kg/kg至约50kg/kg范围内的催化剂与油的比率(重量)下操作。
89.在一些实施方案中，移动床或输送反应器在足以夹带第一裂化催化剂的流化方案下操作，并且具有烃产物的第二裂化催化剂作为流出物从二级反应器顶部出口回收。然后将流出物进料到分离器以使裂化烃产物和第一裂化催化剂与第二裂化催化剂分离。
90.从分离器回收的蒸气/第一裂化催化剂流然后可以转递用于分离。如上所述，从分离器回收的第二裂化催化剂可以再循环回到移动床或输送反应器用于继续反应。
91.第一流出物(来自提升管反应器的裂化烃和用过的混合催化剂)和第二流出物(来自移动床或输送反应器的裂化烃和分离的第一裂化催化剂)二者可以进料至分离容器以使用过的混合催化剂馏分和分离的第一裂化催化剂与第一和第二裂化烃产物分离。然后可以分离裂化烃产物(包括轻烯烃、c4烃、石脑油范围的烃和较重烃)，以回收期望的产物或产物馏分。
92.因此，本文公开的方法将催化剂浓缩反应器、外部固体分离器和提升管反应器与通用的产物分离和催化剂再生整合在一起，其中用于移动床或输送反应器(催化剂浓缩反应器)的催化剂对裂化c4和石脑油范围的烃以生产轻烯烃具有高度选择性。通用的催化剂再生提供热平衡，通用的产物分离(分离容器等)提供尤其是操作简单和减少件数等优点。
93.图1a
‑
1c中所示的系统因此可以有利地与提升管反应器和再生器系统相关联，例如图6中所示。
94.现在参考图6，示出了根据本文公开的实施方案的用于裂化烃和生产轻烯烃的系统的简化工艺流程图。该系统包括双反应器配置，用于使从石油渣油原料或其他烃流生产丙烯和乙烯的产率最大化。第一反应器3可以是例如用于裂化较重烃进料的提升管反应器。第二反应器32是移动床或输送反应器，其可配备有挡板或内部构件。来自第一反应器3的轻石脑油和重石脑油产品或来自外部来源的类似进料流可以在第二反应器32中处理以提高轻烯烃(包括丙烯和乙烯)以及芳烃/高辛烷值汽油的产率。
95.通过位于第一反应器3底部附近的一个或多个进料喷射器2注入重石油渣油进料。重石油进料接触通过j型弯管1引入的热再生催化剂。进料到第一反应器3的催化剂是催化剂混合物，包含选择性裂化重烃的第一催化剂，例如y型沸石基催化剂，以及选择性裂化c4和石脑油范围烃以生产轻烯烃的第二催化剂，例如zsm
‑
5或zsm
‑
11，其也可与其他催化剂组
合使用。第一和第二催化剂可以在颗粒尺寸和密度中的一方面或两方面不同。第一催化剂(例如y型沸石基)可具有20
‑
200微米范围内的颗粒尺寸和0.60
‑
1.0g/ml范围内的表观堆积密度。第二催化剂(例如zsm
‑
5或zsm
‑
11)可具有20
‑
350微米范围内的颗粒尺寸和0.7
‑
1.2g/ml范围内的表观堆积密度。
96.用于进料蒸发和/或将进料温度升高至期望反应器温度(例如在500℃至约700℃的范围内)和用于吸热(反应热)所需的热量可由来自再生器17的热再生催化剂提供。第一反应器3中的压力典型地在约1巴至约5巴的范围内。
97.在大部分裂化反应完成后，产物、未转化的进料蒸气和用过的催化剂的混合物流入容纳在旋风安全容器(也可以成为旋风安全壳)8中的两级旋风器系统。两阶段旋风器系统可包括用于使催化剂与蒸气分离的初阶段旋风器4。用过的催化剂通过初阶段旋风器浸入管5排放到汽提器9中。通过流动管线36a和单阶段旋风器36c引入的来自初阶段旋风器4的分离蒸气和来自第二反应器32的产物蒸气夹带的细催化剂颗粒在第二阶段旋风器6中分离。收集的催化剂混合物通过浸入管7排放到汽提器9。来自第二阶段旋风器6的蒸气通过二级旋风器出口12b排出，该出口12b可以连接到集气室11，然后按路线送到主分馏器/气体设备(未示出)用于回收产物，包括期望烯烃的产物。如果需要，产物蒸气通过经由分配器管线12a引入作为骤冷介质的轻循环油(lco)或蒸汽进一步冷却。
98.通过浸入管5、7回收的用过的催化剂在汽提床9中进行汽提，以通过经蒸汽分配器10引入到汽提器9的底部的蒸汽的逆流接触除去间隙蒸气(捕获在催化剂颗粒之间的烃蒸气)。然后，用过的催化剂通过用过的催化剂立管13a和提升管线15转移到再生器17。位于用过的催化剂立管13a上的用过的催化剂滑阀13b用于控制从汽提器9到再生器17的催化剂流。小部分燃烧空气或氮气可通过分配器14引入以帮助用过的催化剂的平稳转移。
99.焦化或用过的催化剂通过位于密再生器床24中心的用过的催化剂分配器16排出。燃烧空气由位于再生器床24底部的空气分配器18引入。沉积在催化剂上的焦炭然后通过与燃烧空气的反应在再生器17中被烧掉。再生器17例如可在约640℃至约750℃范围内的温度和约1巴至约5巴范围内的压力下操作。随烟道气夹带的催化剂细粉在第一阶段旋风器19和第二阶段旋风器21中收集并通过各自的浸入管20、22排放到再生器催化剂床中。从第二阶段旋风器21的出口回收的烟道气经再生器集气室23被引导至烟道气管线50以用于下游的余热回收和/或能量回收。
100.再生催化剂混合物的第一部分通过再生催化剂立管27排出，该立管与j弯管1流动连通。从再生器17到反应器3的催化剂流可以通过位于再生催化剂立管27上的滑阀28进行调节。调节滑阀28的开度以控制催化剂流，以保持反应器3中期望的顶部温度。
101.除了提升蒸汽之外，还可以通过位于y部分的气体分配器1a将进料流如c4烯烃和石脑油或类似的外部流作为提升介质注入到j弯管1，以便能够将再生催化剂从j弯管1平稳转移到反应器3。j弯管1还可以作为密床反应器在有利于此类反应的条件(例如whsv为0.5至50h
‑1，温度为640℃至750℃，停留时间为3至10秒)下将c4烯烃和石脑油流裂化成轻烯烃。
102.再生催化剂混合物的第二部分通过立管30排出到第二反应器32中。滑阀31可用于基于蒸气出口温度设定点控制从再生器17到第二反应器32的催化剂流。轻和重石脑油流通过一个或多个进料分配器34(34a、34b)以液相或气相注入催化剂床的底部。如上所述，第二反应器32作为移动床或输送床反应器运行，其中再生催化剂混合物和进料烃的一部分向上
流动(从反应器床的底部到顶部)并作为流出物通过流动管线45回收。
103.第二反应器32可以配备有有助于催化剂和进料分子紧密接触和混合的挡板或结构化内部构件(未示出)。这些内部结构也可有助于使沟流、气泡生长和/或聚结最小化。第二反应器32也可以在沿长度的不同部分扩大以在这些部分内保持恒定或期望的表观气体速度。除了烃进料/产物之外，蒸汽、氮气或其他气体(例如甲烷)可以作为流化介质通过分配器35引入。
104.如上所述，第二反应器32使用两种不同的催化剂，它们可以在颗粒尺寸和密度中的一方面或两方面不同，例如较轻和较小的y型沸石或fcc催化剂和较大和/或密度较高的zsm
‑
5/zsm
‑
11形状选择性pentacil小孔沸石。维持第二反应器32中的表观气体速度，使得基本上所有或大部分较轻、较小的催化剂(例如，y型沸石/fcc催化剂)和一部分较重、较大的催化剂(例如，zsm
‑
5/zsm
‑
11)与通过流动管线45回收的裂化烃和蒸汽一起被带出反应器。一部分较大和/或密度较高的催化剂可保留在反应器32内，形成朝向反应器下部的密实床，如上所述。
105.通过流动管线45回收的来自反应器32的流出物因此可以包含裂化烃产物、未反应的烃原料、蒸汽(汽提介质)和催化剂混合物，该催化剂混合物包含引入到反应器的基本上所有的较轻和/或较小的催化剂和一部分较大和/或密度较高的催化剂。流出物然后可以通过流动管线45输送到固体分离器47。分离器47可以是被配置为基于其物理特性即颗粒尺寸和/或密度来分离两种类型的催化剂的分离器。例如，分离器47可使用惯性力或离心力的差异将fcc催化剂与zsm
‑
5分离。固体分离容器47是第二反应器32的外部容器并且在基于物理特性增强两种类型的催化剂的分离的流体动力学特性下操作。
106.在分离器47中分离后，较小和/或较轻的催化剂(y型沸石/fcc催化剂)然后通过出口管线36a从分离器47输送到容纳有提升管反应器旋风器和/或反应终止系统的通用沉降器或安全容器8。较大和/或密度较高的催化剂(zsm
‑
5/zsm
‑
11)可以通过流动管线49返回到混合流反应器32，用于与通过分配器34引入的烃进料继续反应。
107.夹带基本上所有的较轻/较小的催化剂和一部分或全部较大和/或密度较高的催化剂、随后分离和将较大和/或密度较高的催化剂返回到反应器32可允许较大和/或密度较高的催化剂在反应器32中大量积累。由于这种催化剂对于c4和石脑油范围烃的裂化更具选择性，所以较大和/或密度较高催化剂的积累可以提供选择性和产率优势。此外，反应器在移动床或输送流方案下操作以夹带两种类型的催化剂可以提供反应器的改进的可操作性或操作的灵活性，如上文讨论的。
108.烃进料例如重减压瓦斯油或重渣油进料、轻循环油(lco)或蒸汽可作为骤冷介质通过分配器36b注入出口管线36a中。这种骤冷介质的流速可以通过设置进入安全容器8的流的温度来控制。来自第二反应器32的所有蒸气，包括通过分配器36b进料和/或引入分离器47的那些，都被通过单阶段旋风器36c排入安全容器8的稀释相中。使用烃进料作为骤冷介质是优选的，因为其起到冷却来自第二反应器32的产物的双重目的并且还提高中间馏出物的产量。
109.第一阶段反应器3，例如提升管反应器，可以在快速流化方案(例如，在底部部分以约3至约10m/s范围内的气体表观速度)和气动输送方案(例如，在顶部部分以约10至约20m/s范围内的气体表观速度)下操作。
110.第二反应器32中的whsv典型地在约0.5h
‑1至约50h
‑1的范围内；蒸气和催化剂的停留时间可以在从约2秒到约20秒变化。当引入不同的进料时，优选地c4进料在低于轻石脑油进料注入的高度注入，并且轻石脑油进料注入位于重石脑油进料注入下方的高度。在使用时，中石脑油进料注入将在轻石脑油和重石脑油高度的中间。
111.根据需要，补充催化剂可通过一个或多个流动管线42、43引入。例如，新鲜或补充的fcc或y型沸石催化剂或这两者的混合物可以通过流动管线42引入再生器17，并且新鲜或补充的zsm
‑
5/zsm
‑
11催化剂可以通过流动管线43引入第二反应器32。例如，可以通过从再生器24中排出混合催化剂来维持整个系统催化剂存量。如下所述，可以通过控制反应器和分离器47的操作来控制催化剂存量和优选催化剂在反应器32内的积累。
112.在一些实施方案中，再生催化剂的第一部分通过与再生器17和再生催化剂立管27流动连通的撤出管线25从再生器17撤出到再生催化剂(rcsp)斗仓26中。rcsp斗仓26中的催化剂床漂浮在再生器17床水平。然后将再生催化剂从rcsp斗仓26通过与j弯管1流动连通的再生催化剂立管27转移到反应器3。从再生器17到反应器3的催化剂流可以通过位于再生催化剂立管27上的rcsp滑阀28来调节。也可以提供压力平衡管线29。类似的进料系统也可用于向第二反应器32提供催化剂。
113.分离器旁通管线60也可用于促进颗粒从反应器32的顶部转移到容器8，例如图1中所示。如上文关于图1所述，第二反应器32使用两种不同的催化剂，它们可以在颗粒尺寸和密度中的一方面或两两方面不同，例如较轻和较小的y型沸石或fcc催化剂和较大和/或密度较高的zsm
‑
5/zsm
‑
11形状选择性pentacil小孔沸石。可以维持第二反应器32中的表观气体速度，使得基本上所有的较轻、较小的催化剂(例如，y型沸石/fcc催化剂)和一部分较大和/或密度较高的催化剂(例如，zsm
‑
5/zsm
‑
11)与通过流动管线45回收的裂化烃和蒸汽一起被带出反应器。
114.通过流动管线45回收的来自反应器32的流出物因此可以包含裂化烃产物、未反应的烃原料、蒸汽(汽提介质)和催化剂混合物，该催化剂混合物包含引入到反应器的基本上所有的较轻、较小的催化剂和一部分较大和/或密度较高的催化剂。流出物然后可以通过流动管线45输送到固体分离器47。分离器47可以是被配置为基于物理特性即颗粒尺寸和/或密度来分离两种类型的催化剂的分离器。分离器47在基于物理特性增强两种类型的催化剂的分离的流体动力学特性下操作。
115.在分离器47中分离后，较小/较轻的催化剂(y型沸石/fcc催化剂)然后通过出口管线36a从分离器47输送到容纳有提升管反应器旋风器和/或反应终止系统的通用沉降器或安全容器8。较大/密度较高的催化剂(zsm
‑
5/zsm
‑
11)可以返回到混合流反应器32，用于与通过分配器34引入的烃进料继续反应。
116.连续地或间歇地，通过流动管线45输送的包含两种类型催化剂的流出物的一部分可以被转向旁通分离器47。流出物的被转向的部分可以通过流动管线60围绕分离器47流动，流动管线60可以包括分流器或流量控制阀62。然后流出物可以通过流动管线64继续返回沉降器8，用于将烃产物与催化剂分离。流动管线64可以与通过流动管线36a从分离器47回收的流出物和较小的催化剂结合，并且可以在骤冷器36b的上游或下游引入。可选地，可以将管线60中的转向流出物直接进料到沉降器/安全容器8。
117.虽然图6中示出了具有分流阀62，但本文的实施方案考虑使用了y形流动导管或类
似装置来将包含两种催化剂颗粒类型的流出物的一部分连续送到沉降器8，同时将流出物的一部分连续送到分离器47，从而允许较大和/或密度较高的催化剂颗粒在反应器32内的期望积累。如图1所示，来自第二反应器的催化剂也可以通过管线37、滑阀38和输送管线40输送至再生器17。鼓风机空气用作载气39以将催化剂输送至再生器17。这种催化剂输送设备不仅有助于控制反应器32中的催化剂床水平，而且有助于更频繁的催化剂再生。如上所述，使用增加的载流体流量和/或使用流体分流器可以有利地提供选择性裂化石脑油范围烃的催化剂在第二反应器(反应器32)中的积累。
118.通过上述方法，本文公开的实施方案显著增加了第二反应器(移动床或输送反应器容器32)中所需催化剂的浓度，从而增加了轻烯烃产率。此外，该方法还作为将zsm
‑
5和zsm5
‑
11的撤出和添加与fcc催化剂的撤出和添加脱关联的方法。总之，本公开中提出的fcc方法在第二反应器32中产生了所需的富含zsm
‑
5或zsm
‑
11催化剂添加剂的环境，这可以优先转化轻和重石脑油产品(例如来自一级反应器的那些)，以通过在主反应器或提升管中应用最佳操作条件提高轻烯烃产率，同时使中间馏分产率最大化。
119.本文公开的实施方案的另一个益处是整合的双反应器方案克服了独立c4/石脑油催化裂化工艺中的热平衡限制。由于与催化剂再生器整合，第二(混合流)反应器充当散热器，在处理渣油原料时最大限度地减少了对催化剂冷却器的需求。
120.来自二级反应器的产物蒸气被输送到第一阶段反应器/分离容器或反应终止装置中，其中这些蒸气与来自第一阶段的产物和/或外部骤冷介质如lco或蒸汽混合并骤冷以使不希望的热裂化反应最小化。可选地，移动床或输送反应器/固体分离器的产物出口管线也可用于引入额外量的重进料或来自第一阶段反应器(提升管反应器)的进料的改道部分。这有两个目的：(1)固体分离器蒸气出口管线中的催化剂主要是y型沸石/常规fcc催化剂，其优选将这些重原料分子裂化成中间馏分，和(2)这种裂化反应是吸热的，有助于降低流出的产物蒸气的温度和停留时间。
121.上文关于图6描述的反应器系统主要涉及轻烯烃生产，以及混合催化剂系统中催化剂的有利浓缩以提高系统的反应性和选择性。这种反应器系统也可用于其他混合催化剂系统，其中一种催化剂的浓缩可能是有利的。例如，在一些实施方案中，反应系统可用于汽油脱硫，其中催化剂混合物可能包含较小和/或密度较低的fcc催化剂，例如沸石y，和较大和/或密度较高的催化剂，例如汽油脱硫添加剂。
122.通常，图1和图6所示的工艺流程图使用催化剂/颗粒分离技术在二级容器中处理额外的或再循环的烃原料。循环通过系统的催化剂混合物可以包含对特定反应例如裂化、脱硫、脱金属、脱氮等具有选择性的催化剂，其中将混合物的催化剂选择为具有不同的物理性质，如上所述，使得可以在第二反应器中浓缩期望的催化剂。再生的催化剂被送入二级移动床或输送反应器/容器，其可以在快速流化床、鼓泡床或湍流床操作中运行(取决于应用)。二级反应器/容器的流出物进入分离器47，其中初级和二级催化剂根据尺寸和/或密度分离，并且富含二级催化剂的分离器底部物被循环回第二反应器/容器。二级反应器/容器具有任选的催化剂撤出物，这取决于应用以及取决于应用的不同烃进料可能是有利的。二级催化剂的浓缩可以提高整个反应系统的可操作性、灵活性和选择性。
123.如上所述，从分离容器8/汽提器9回收的烃产物可被送至分馏器/气体设备，用于分离和回收一种或多种烃馏分。在本文的实施方案中，来自分馏器/气体设备的一种或多种
回收的烃馏分可再循环至提升管反应器3或二级移动床或输送反应器32以用于进一步处理，例如图7和8中所示。
124.示出了根据本文公开的实施方案的用于处理烃的系统的简化工艺流程图，其中相同的数字代表相同的部件。大部分裂化反应完成后，产物、未转化的进料蒸气和用过的催化剂的混合物流入容纳在旋风安全容器8中的两阶段旋风器系统。收集的催化剂混合物排入汽提器9。来自分离器8的蒸气通过二级旋风器出口12b排出，然后经路线送到分馏器/气体设备110以回收包含期望烯烃的产物。
125.分馏器110可以是例如fcc设备的主分馏器，并且可以生产多种烃馏分，包括含轻烯烃馏分112、轻石脑油馏分114、重石脑油馏分116和重馏分118，以及其他各种烃馏分。经路线送到分馏器/气体设备110的产品可以包括其他轻气体，例如蒸汽和可能在脱硫过程中产生的硫化氢；在主分馏器/气体设备的上游或下游可以包括分离器、吸收器或其他单元操作，其中意图在主分馏器/气体设备的上游或下游分离这些杂质。
126.如图7所示，轻石脑油馏分114可经路线送到催化剂浓缩反应器32的第一阶段或最下面的反应阶段(32a)。重石脑油馏分可经路线送到催化剂浓缩反应器32的第二阶段或最上面的反应阶段(32b)。如果需要，也可以将来自额外来源的额外轻石脑油34a和重石脑油34b进料到适当的反应阶段。可选地，馏分114、116可分别用作进料34a、34b。
127.如图8所示，分馏器110可以产生多种烃馏分，包括含轻烯烃的馏分112、石脑油馏分115和重馏分118，以及其他多种烃馏分。石脑油馏分115然后可以在分馏器120中进一步分离成轻石脑油馏分34a和重石脑油馏分34b，其可以在如上所述的催化剂浓缩反应器32中进一步处理。
128.本文的实施方案可以利用多种类型的催化剂或颗粒来进行所需的反应，其中可以使用通用再生器来再生催化剂的混合物，并且有利地设置分离器以使一个或多个反应器富含催化剂混合物中包含的特定催化剂。本文的实施方案可用于改进单元操作，并提高反应系统的选择性和灵活性，例如用于包括轻烯烃生产、汽油脱硫和重油加工的应用。
129.如上所述，轻烯烃生产可包括多种轻、中、重烃进料至提升管。进入第二反应器32的进料可包括石脑油，例如直馏石脑油或循环催化石脑油，以及其他进料，并且石脑油可以有利地被分流，以便在有利的反应条件下提供轻石脑油和重石脑油的接触，从而提高烯烃产量并减少轻气体产量。用于轻烯烃生产的催化剂混合物可以包含较小和/或密度较低的催化剂，例如fcc催化剂(例如沸石y)，和较重/密度较高的催化剂，例如zsm
‑
5或zsm
‑
11，及其组合。也可以使用其他裂化催化剂。用于烃裂化的多种催化剂尤其公开于美国专利号7,375,257、7,314,963、7,268,265、7,087,155、6,358,486、6,930,219、6,809,055、5,972,205、5,702,589、5,637,207、5,534,135和5,314,610。
130.本文的实施方案描述了由分离器分离的催化剂混合物，混合物中优选催化剂在反应器中的有效浓缩，以及用于再生催化剂与反应物初始接触的温度控制。本文的实施方案提供了一种利用催化剂浓缩概念来升级石脑油范围材料的新型流化催化裂化方法，该方法另外实现了反应物接触上游的均匀催化剂温度。如上所述，有两种不同的催化剂和/或添加剂，它们具有不同的颗粒尺寸和/或密度以用于不同功能，并且共享通用再生器。已知fcc催化剂系统很可能会使用多于两种催化剂/添加剂；然而，有效的催化剂/添加剂将具有如前所述的物理特性。此外，如上所述的固体分离容器可用于根据其尺寸和/或密度选择性地返
回一部分fcc催化剂和/或添加剂，以在二级反应容器中产生相对高浓度的所需催化剂和/或添加剂，以增强该特定催化剂或添加剂的有利反应。
131.其中特定的石脑油范围材料沿二级反应器在不同点引入以受益于用于优化选择性和生产率的催化剂浓缩效应以及固有热量和材料平衡。存在涉及沿fcc系统中的反应器分段进料的其他方法(例如，us5154818、us7029571)；然而，这些方法并未将石脑油具体细分为单独的流，也不依赖于二元催化剂系统。石脑油进料的这种细分以及双催化剂系统基于系统的热量和材料平衡优化了对产品的选择性。
132.本公开的优点可以通过以下举例说明。本文介绍的第一个案例研究包含两种不同石脑油材料的混合物，第一种是轻直馏(lsr)型材料或石脑油范围材料，并且第二种材料是催化裂化衍生的石脑油。随着北美炼油厂致密油的加工的增加，低辛烷值直馏型石脑油过剩。需要通过催化裂化将这种直馏石脑油升级为轻烯烃，包括丙烯、乙烯和丁烯；然而，与在流化催化裂化装置中加工的传统原料相比，直馏石脑油的加工需要更高的反应温度和更长的催化剂接触时间。共处理直馏石脑油并在常规温度和催化剂接触时间窗口中操作通常会将常规fccu中处理的直馏石脑油的产率限制在边际值。以更高严格度和接触时间共处理直馏石脑油通常会导致大量不希望的产物，如干气和焦炭，使整个fcc过程的利润降低，更高的严格度通常也超出了传统fcc的设计窗口并导致大量改造。本发明方法通过以下途径克服了这些限制：
133.a.引入了在其中加工石脑油材料的第二反应器，由于来自固体分离装置的催化剂的再循环，该反应器具有更高浓度的添加剂的益处。
134.b.回收部分焦化的y型沸石/fcc催化剂以限制不希望的副反应，提高了反应器选择性；虽然zsm
‑
5可能是较重/较大的催化剂，并且y型沸石/fcc催化剂是混合催化剂系统中较轻/较小的催化剂，但使用根据本文实施方案的固体分离装置和系统无法实现100％分级。然而，已经发现包含部分焦化的y沸石/fcc催化剂的再循环固体提供了意想不到的选择性益处。
135.c.在二级反应器底部引入反应性较低的轻直馏石脑油，在那里温度更佳并且催化剂接触时间最长。轻直馏石脑油通常占流入系统的总石脑油的10重量％至75量％以受益于热平衡。
136.d.通过来自固体分离装置的催化剂循环，防止在相同反应器出口温度下与其他工艺相比温度过高和产生干气；这种催化剂循环使反应器更加等温，有利于工艺的选择性。
137.图9显示了分阶段石脑油加工方案对于不同催化剂与油的比率的益处。催化剂与油的比率在此定义为为了达到第二阶段反应器出口温度的来自再生器的催化剂流量。第一阶段出口温度是新鲜再生催化剂、回收的部分用过的催化剂和第一阶段石脑油进料的组合。该图显示的是轻直馏石脑油和催化石脑油的50:50重量混合物，显示了第一阶段与第二阶段相比温度高出约50
°
f。由于来自催化剂颗粒分离器的再循环催化剂，这种更高的温度更加等温；这两种效应都会提高反应速率和对轻烯烃的选择性。
138.图10显示了分阶段石脑油方案的益处，其通过改变第一阶段进料的重量百分比在三个不同的反应器出口温度下实现更高的第一阶段出口温度。第一阶段出口温度的这种增加导致能够处理的轻直馏石脑油的百分比比传统工艺大得多。
139.这里提出的第二种情况涉及将催化裂化衍生的石脑油分离成低沸程材料和更高
沸程材料。较低沸程材料将主要包含c5烃，并存在一些c4和c6烃(沸点为约30
°
f
‑
160
°
f)，而较高沸程材料包含150
°
f
‑
430
°
f范围材料。与较高沸程材料相比，较低沸程材料对于基于zsm
‑
5型催化剂的裂化具有固有的较低活性，并且需要更苛刻的操作以提高反应器产率；然而，这种高苛刻对高沸点馏分是有害的。因此，这里我们在反应器条件最苛刻的反应器底部(即更高的温度和更长的催化剂接触时间)引入较低沸程的材料，而在反应器中的稍后阶段引入c6+材料。该方法是有利的，因为：
140.·
一般而言，c5范围材料占全范围轻催化石脑油材料的约20重量％；在第一阶段引入的此量的c5材料使得第一和第二(整体)反应器出口温度之间温差高。
141.·
图11显示了在恒定的第二阶段反应器出口温度下，不同重量百分比的石脑油进料对反应器第一阶段的影响与整体的影响。第一阶段反应器能够达到比整体反应器出口温度高50
°
f或更高的温度。
142.·
在第一阶段之后引入反应性更强的c
6+
石脑油提高了对轻烯烃的选择性并最大限度地减少干气，这是因为石脑油所承受的最高温度在第一阶段；并且，使用催化剂颗粒分离器并与本文所述的再生催化剂紧密混合，该温度低于常规提升管反应器配置的温度。
143.·
除了更高的温度，c5可能需要更长的催化剂接触时间以提高反应器生产率；本文的实施方案增加了通过催化剂与油的比率计算的催化剂接触时间，如图12所示。
144.现在参考图13，将常规提升管反应器操作与如本文所述的催化剂浓缩反应器中的操作进行比较，其中对于每次模拟将再生器温度设定为1350
°
f。在低催化剂与油比率和第一阶段中相对高温度下，提升管反应器的第一和第二阶段的操作窗口相当窄，其可能会产生更多的干气。相比之下，使用催化剂浓缩反应器和其中可实现的均匀混合催化剂温度，本文实施方案的操作窗口更宽，提供额外的工艺灵活性，并且本文实施方案的操作窗口在第一反应阶段中在更低、更有利的条件下，由此产生的干气少于传统的提升管反应器系统。
145.通过将固体分离装置引入根据本文实施方案的系统中，内部催化剂与油的比率显著增加。例如，在图13中，本文实施方案的催化剂/油比率是常规情况的约四倍。当在相同再生器温度下相同流速的催化剂从再生器进入时，与常规两阶段系统相比，本文实施方案的第一和第二阶段平均温度之间的差异要小得多。该结果仅归因于本文实施方案提供的热平衡和更高的内部催化剂与油的比率。由本文的实施方案提供的更均匀的温度分布(两阶段之间的温差更小)将导致更少的过度裂化和更少的干气产量。
146.如上所述，本文的实施方案提供对于石脑油范围烃的有利加工。如本文所述的催化剂浓缩反应器可有利地提供均匀的催化剂温度以用于与轻石脑油的初始接触，随后催化剂混合物与重石脑油在更优选的温度下接触。因此，本文的实施方案可以提供在更合适的条件下的反应物的接触，有利地产生更少的干气和其他副产物。
147.虽然本公开包括有限数量的实施方案，但受益于本公开的本领域技术人员将理解，可以设计不脱离本公开的范围的另一些实施方案。因此，范围应仅由所附权利要求限制。