一种催化裂化方法

一种催化裂化方法
【专利摘要】本发明公开了一种催化裂化方法。采用下行管反应器分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质，反应物流进入沉降器进行气固分离；待生剂混合经汽提后提升管再生器与一股再生催化剂进行烧焦再生，半再生催化剂进入一个湍动床再生器进一步再生；一部分再生剂经外取热器冷却后进入催化剂混合罐与另一部分再生剂混合后分两路返回两个反应器循环使用；反应油气分馏。本发明可改善催化裂化产品分布，提高轻油收率，降低裂化气和焦炭产率。
【专利说明】一种催化裂化方法
【技术领域】
[0001]本发明涉及在不存在氢的情况下，烃油的催化裂化领域，特别涉及一种催化裂化方法。
【背景技术】[0002]目前，石油化工行业催化裂化工艺所使用的装置虽然多种多样，但其反应再生系统的工艺形式却基本一致，绝大多数采用单个提升管反应器(或者单个提升管与快速床相结合的两段式反应器)和湍动床再生器(或者湍动床与快速床相结合的两段式再生器)。催化剂与原料油在提升管底部接触混合后沿提升管上行反应，反应物流自提升管顶部出口进入沉降器进行反应油气与催化剂的分离；分离出的待生催化剂经汽提段一段常规汽提后进入再生器烧焦再生；再生催化剂返回提升管底部循环使用。在上述常规催化裂化装置中，存在以下几方面的缺点:第一，再生催化剂温度无法实现灵活控制，再生温度催化剂一般都高于650°C，提升管反应器中油剂接触温度较高，较高的油剂接触温度使热裂化反应进行的程度较高，而催化裂化反应的程度较低，导致干气和焦炭产率较高、总液体收率较低(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)；由于较高的再生催化剂温度，受装置热平衡限制，使重油提升管反应器的剂油比相对较小，一般为5~8 (提升管反应器的剂油比为提升管反应器内催化剂的重量循环量与重油提升管反应器进料的重量流量之比)，从而使单位重量的原料油所接触到的活性中心数较少，这也抑制了催化裂化反应的进行。第二，由于提升管式反应器的长度决定了原料的反应时间较长(一般在4s左右)，较长的反应时间在提高原料单程转化率的同时也加剧了原料裂化生成物的二次反应，使裂化气(干气、液化气产率之和)产率较高，汽、柴油馏分收率较低，同时催化柴油十六烷值较低，不适于作为车用燃料。第三，由于提升管式反应器中催化剂逆重力场向上运动造成结炭催化剂的滑落和返混，在提升管式反应器原料喷嘴上部，滑落的结炭催化剂与雾化原料和一次裂化生成物再次接触反应，从而恶化了产品分布，降低了催化剂对原料裂化的产品选择性。第四，由于湍动床再生器烧焦强度相对较低，使再生器的催化剂藏量较高并且催化剂在再生器停留时间较长导致催化剂水热失活较为严重。第五，汽提段的汽提效率较低，导致产生较多的可汽提焦。第六，催化汽油无法进行单独改质，品质较低。
[0003]多年来，国内外研究机构在克服上述常规催化裂化装置所存在的缺点方面做了大量的研究工作。
[0004]中国专利CN1710029所公开的一种催化裂化技术的主要特征是:采用双提升管催化裂化装置，对催化汽油进行单独改质并利用双提升管催化裂化装置的技术优势，将部分或全部剩余活性较高(相当于再生剂活性的90%)、温度较低(500°C左右)且经过汽提的轻烃提升管待生催化剂返回重油提升管底部设置的催化剂混合器，在催化剂混合器中与来自再生器的再生催化剂混合后一起进入重油提升管与重油接触反应。由于对催化汽油进行单独改质，汽油性质大大改善；同时由于混合器中两股催化剂的热交换作用使混合催化剂的温度较低，实现了油剂“低温接触，大剂油比”操作，从而有效降低了装置的干气、焦炭产率，提高了总液体收率。但该技术存在以下几点不足:第一，采用轻烃提升管待生催化剂与再生催化剂混合降温的措施导致该技术降低提升管油剂接触温度和提高剂油比的优势仅能体现于具有两根以上提升管的催化裂化装置；第二，由于该技术采用的催化裂化反应器为传统的提升管式反应器，仍表现出由于反应时间较长和催化剂返混导致产品分布相对较差；第三，由于该技术采用传统的湍动床再生器而存在烧焦效率低的不足；第四，由于采用常规的汽提方式，催化剂循环量的提高对汽提效果产生不利影响。
[0005]中国专利CN1210762所公开的一种分子筛催化剂高效再生催化裂化工艺技术的主要特征是:待生催化剂经一级提升管再生器再生后进入外置旋风分离器组与烟气分离，然后半再生催化剂经料腿进入二级提升管再生器继续进行再生，再生催化剂经二级提升管再生器外置旋风分离器组料腿进入外取热器取热，最后再生催化剂经外取热器底部斜管进入提升管反应器。该技术烧焦时间控制在10秒以内，烧焦强度(单位时间内单位催化剂藏量的烧碳量)是现有技术的10倍左右。并且能有效降低油剂接触温度，提高剂油比。但该技术存在以下几点不足:第一，因采用传统的提升管式反应器无法实现原料短反应时间和克服催化剂返混。第二，工艺过程及操作复杂，工程上难以实施。第三，采用单反应器而无法实现对催化汽油的单独改质。
[0006]中国专利CN2169473所公开的一种催化裂化提升管再生器技术的主要特征为:在提升管再生器上设有多段空气进气口进行待生催化剂再生。该技术强化了待生催化剂的烧焦再生过程，同时避免了提升管入口处由于大量冷空气引入导致催化剂温度过低而发生焦炭不起燃的现象，其结构简单，操作方便。但尚未涉及反应部分的技术措施。[0007]美国专利US5，462，652所公开的一种催化裂化工艺技术的主要特征为:第一，通过与待生催化剂混合的方法降低再生催化剂的温度；反应沉降器稀相段设置催化剂混合罐，来自再生器的再生催化剂与经汽提的待生催化剂在其中混合换热后向下进入反应沉降器；第二，采用与传统提升管反应器不同的油剂接触方式，催化剂与原料的反应以及待生催化剂的汽提均在反应沉降器中进行，催化剂由设在反应沉降器顶部的混合催化剂室中心开口在重力作用下向下流动，喷嘴的原料喷射方向与催化剂流动方向成90°夹角，原料油与催化剂接触后携带催化剂沿水平方向高速运动并发生反应，之后反应物流进入反应沉降器外挂旋风分离器进行反应油气与催化剂的分离。由于以上特征，该技术实现了油剂“低温接触，大剂油比”操作，同时在一定程度上缩短了反应时间，克服了催化剂的返混，使产品分布得到改善。但该技术也存在以下几点不足:第一，由于采用常规湍动床再生器，其烧焦效率较低。第二，待生催化剂参与反应，降低了混合催化剂的平均活性，也势必对产品分布和产品性质带来不利影响。第三，工艺过程及操作较为复杂。第四，采用单个反应器而无法实现对汽油的单独改质。
[0008]美国专利US4，514，285所公开的一种催化裂化工艺技术的主要特征为:第一，采用与传统提升管反应器不同的油剂接触与分离方式，再生催化剂自再生沉降器底部出口向下进入管式反应器，在重力的作用下沿下行管反应器向下流动，沿下行管反应器轴向在不同的水平高度上设置了若干层原料喷嘴，喷嘴的原料喷射方向倾斜向下，不同的原料根据不同的反应需要从不同高度的喷嘴进入下行管反应器与再生催化剂接触混合并沿下行管反应器下行进行反应；反应物流从下行管反应器底部出口进入反应沉降器，大部分催化剂在重力的作用下继续下行直至进入密相段，反应油气则由于流通截面积的迅速扩大而大幅降低了流动线速，夹带着少量的催化剂进入旋风分离器进行进一步分离；第二，采用引入再生催化剂的方法提高汽提段的温度，在反应沉降器底部设置温度不同的两个汽提段；第三，采用提升管再生器，待生催化剂经两段汽提后向下进入待生催化剂输送管，并在主风的输送作用下进入提升管再生器进行烧焦再生；再生后的催化剂与烟气一起经设在提升管再生器顶部的惯性分离器出口向下进入再生沉降器进行初步分离，其分离原理与反应油气和待生催化剂的分离过程相同。由于以上特征，该技术在一定程度上缩短了反应时间，并可以实现对反应时间的灵活控制，同时克服了催化剂的返混，提高了汽提效率，使产品分布得到改善，此外还提高了再生效率。但该技术仍存在以下几点不足:第一，再生催化剂温度无法灵活控制，无法实现“低温接触，大剂油比”操作，进而对产品分布和产品性质带来不利影响。第二，下行管反应器末端所采用的惯性分离器油剂分离不彻底，部分油气反应时间较长。第三，采用单个反应器而无法实现对汽油的单独改质。
[0009]根据上述分析可以看出，采取有效措施降低和控制再生催化剂温度、在保持催化剂活性的前提下适当提高催化裂化反应剂油比，缩短并灵活控制反应时间，克服反应器内催化剂的返混，提高汽提效率和再生效率，对催化汽油进行单独改质，对改善催化裂化反应的产品分布和产品性质、降低装置能耗和催化剂藏量，减缓催化剂老化过程，缩小反应器尺寸进而减少设备投资具有重要的作用。

【发明内容】

[0010]本发明所要解决的技术问题是:提供一种能克服现有常规催化裂化工艺所存在的再生催化剂与原料油接触温度较高、剂油比较低、反应时间过长、反应器内催化剂返混严重、汽提效率和再生效率较低、催化汽油无法进行单独改质等综合技术困难的催化裂化方法。
[0011]本发明提供的一种催化裂化方法，其特征在于有下列步骤:
[0012]I)重油原料43在重油下行管反应器26内与来自催化剂混合罐8的再生催化剂接触并反应，重油反应物流进入沉降器25进行气固分离，分离出的重油反应油气进入重油反应油气分馏塔，重油待生催化剂进入步骤3)；
[0013]2)轻烃原料44在轻烃下行管反应器13内与来自催化剂混合罐8的再生催化剂接触并反应，轻烃反应物流进入沉降器25进行气固分离，分离出的轻烃反应油气进入轻烃反应油气分馏塔，轻烃待生催化剂进入步骤3)；
[0014]3)重油待生催化剂和轻烃待生催化剂混合后进入汽提段23进行汽提，经过汽提的混合待生催化剂依次经提升管再生器2和湍动床再生器I进行烧焦再生，经过两段再生的再生催化剂进入催化剂混合罐8。
[0015]所述的经过两段再生的再生催化剂，一部分经外取热器32冷却后进入催化剂混合罐8，另一部分经催化剂混合罐高温催化剂输送管5进入催化剂混合罐8，两股再生催化剂在经空气分布器6b进入催化剂混合罐8的空气40的扰动下混合换热，从催化剂混合罐8顶部排出的空气40携带少量的再生催化剂与另一股空气40 —起从底部进入湍动床再生器I。
[0016]所述的经过两段再生的再生催化剂由湍动床再生器I经催化剂混合罐高温催化剂输送管5进入催化剂混合罐8。[0017]所述的来自催化剂混合罐8的再生催化剂向下经重油反应器催化剂输送管29进入重油下行管反应器26，由催化剂分布板Ila进行整流后继续下行一段距离再与重油原料43接触混合，反应物流沿重油下行管反应器26下行并进行反应。
[0018]所述的来自催化剂混合罐8的再生催化剂向下经轻烃反应器催化剂输送管9进入轻烃下行管反应器13，由催化剂分布板I Ib进行整流后继续下行一段距离再与轻烃原料44接触混合，反应物流沿轻烃下行管反应器13下行并进行反应。
[0019]所述的重油原料43经倾斜向下设置的重油原料喷嘴27进入重油下行管反应器26与来自催化剂混合罐8的再生催化剂接触。
[0020]所述的轻烃原料44经倾斜向下设置的轻烃原料喷嘴12进入轻烃下行管反应器13与来自催化剂混合罐8的再生催化剂接触。
[0021]所述的重油原料43包括1~5种。
[0022]所述的轻烃原料44包括1~5种。
[0023]所述的重油原料43，不同种类的可以根据反应需要，从设置在重油下行管反应器26轴向不同高度的重油原料喷嘴27进入重油下行管反应器26。
[0024]所述的轻烃原料44，不同种类的可以根据反应需要，从设置在轻烃下行管反应器13轴向不同高度的轻烃原料喷嘴12进入轻烃下行管反应器13。
[0025]所述的重油反应物流从重油下行管反应器26直接进入位于沉降器25内的重油反应器粗旋风分离器22进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入重油反应器一级旋风分离器21进行进一步的气固分离。
[0026]所述的轻烃反应物流从轻烃下行管反应器13直接进入位于沉降器25内的轻烃反应器粗旋风分离器17进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行进一步的气固分离。
[0027]所述的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别经各旋风分离器料腿进入汽提段23进行混合，并先于汽提段23上部在较低的温度下用水蒸汽45进行汽提，后进入汽提段23下部与来自湍动床再生器I经汽提段再生催化剂输送管4进入汽提段23下部的再生催化剂混合后在较高的温度下用水蒸汽45进一步进行汽提。
[0028]所述的由重油反应器粗旋风分离器22分离出的重油待生催化剂经设在重油反应器粗旋风分离器22下方的预汽提器预汽提后经料腿进入汽提段23，由轻烃反应器粗旋风分离器17分离出的轻烃待生催化剂经设在轻烃反应器粗旋风分离器17下方的预汽提器预汽提后经料腿进入汽提段23，由重油反应器一级旋风分离器21分离出的待生催化剂和由轻烃反应器一级旋风分离器18分离出的待生催化剂分别经料腿进入汽提段23，上述几股待生催化剂在汽提段23进行混合，然后先于汽提段23上部在较低的温度下用水蒸汽45进行汽提，在进入汽提段23下部与来自湍动床再生器I经汽提段再生催化剂输送管4进入汽提段23下部的再生催化剂混合后在较高的温度下用水蒸汽45进一步进行汽提。
[0029]所述的混合待生催化剂在被汽提过程中产生的汽提物流分为两部分，一部分进入重油反应器一级旋风分离器21进行气固分离，另一部分进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行气固分离。
[0030]所述的由重油反应器粗旋风分离器22分离出的重油待生催化剂在预汽提过程中产生的汽提物流与重油反应器粗旋风分离器22分离出的气相物流混合后经连接管道进入重油反应器一级旋风分离器21进行进一步的气固分离，由轻烃反应器粗旋风分离器17分离出的轻烃待生催化剂在预汽提过程中产生的汽提物流与轻烃反应器粗旋风分离器17分离出的气相物流混合后经连接管道进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行进一步的气固分离。
[0031]所述的重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气作为重油反应油气分馏塔进料42经重油反应集气室20和重油反应油气管线进入重油反应油气分馏塔进行分馏。
[0032]所述的轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气作为轻烃反应油气分馏塔进料41经轻烃反应集气室19和轻烃反应油气管线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。
[0033]所述的经过汽提的混合待生催化剂向下经待生催化剂输送管15进入提升管再生器2，沿提升管再生器2上行并进行烧焦再生。
[0034]所述的提升管再生器2烧焦所需的空气40从设置在其底部的空气分布器6c和设置在其轴向不同高度的器壁上的2~6层空气入口 3分路进入，其中，占进入提升管再生器空气总量20%~50%的空气40从空气分布器6c进入，其余的空气40从2~6层空气入口 3进入，各层空气入口 3的进气量可以灵活分配。
[0035]所述的提升管再生器2烧去30%以上沉积在混合待生催化剂上的焦炭。
[0036]所述的提升管再生器(2)生成的半再生催化剂和再生烟气一起经提升管再生器2出口向下进入惯性分离器38进行气固分离，分离出的半再生催化剂向下进入湍动床再生器I密相段与经空气分布器6a进入湍动床再生器I的空气40接触进一步烧焦再生。
[0037]所述的提升管再生器2的再生烟气和湍动床再生器I的再生烟气及其夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级 旋风分离器35和再生器二级旋风分离器36进行气固分离，分离出的催化剂颗粒经再生器各旋风分离器的料腿返回湍动床再生器I密相段，分离出的混合烟气39经烟气集气室37和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0038]从湍动床再生器I进入外取热器32、催化剂混合罐8和汽提段23，从外取热器32进入催化剂混合罐8以及从催化剂混合罐8进入重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13的再生催化剂的流量，从汽提段23进入提升管再生器2的待生催化剂的流量均可以通过流量调节阀控制。
[0039]所述的重油下行管反应器26的操作条件为，反应温度460~580°C，反应时间0.2~2.0s，剂油比5~40，反应绝压0.15~0.40Mpa，催化剂活性58~75。
[0040]所述的轻烃下行管反应器(13)的操作条件为，反应温度450~600°C，反应时间0.2~2.5s，剂油比3~35，反应绝压0.15~0.40Mpa，催化剂活性58~75。
[0041]所述的沉降器25的操作条件为，稀相温度450~590°C ;顶部绝对压力0.20~0.50Mpa。
[0042]所述的提升管再生器2的操作条件为，入口温度500~600°C，出口温度560~720°C，平均气体线速3.0~10.0m/s，烧焦强度300~1200kg/1.h，烧焦时间5~40s。
[0043]所述的湍动床再生器I的操作条件为，再生温度580~740°C，烧焦强度O~120kg/1.h，烧焦时间1.0~4.0min，顶部绝对压力0.10~0.40Mpa。
[0044]与现有常规催化裂化技术相比，本发明具有以下的有益效果:
[0045]1.由于采用油剂接触反应时间较短的下行管反应器，可以有效减少二次反应，控制转化深度，并克服催化剂返混对裂化反应带来的不利影响，显著降低裂化气和焦炭产率，大幅提高轻质油收率和催化柴油的十六烷值；同时，多点进料方式使对反应条件的控制更加灵活。
[0046]2.由于采用提升管再生器与湍动床再生器相结合使用的方法，既可以提高烧焦强度和烧焦效率，又可以保证再生效果，从而缩短催化剂在再生器内的停留时间，减缓催化剂的水热失活；同时，多点进风的方式使提升管再生器各部位的温度易于控制，操作更加平稳。
[0047]3.由于采用外取热器冷却再生催化剂的方法，可以有效控制再生催化剂温度，实现再生催化剂与原料的“低温接触，大剂油比”操作，进而抑制热裂化反应，促进催化裂化反应，降低干气和焦炭产率，同时降低装置能耗。
[0048]4.由于采用两段汽提的方法，充分发挥了物理汽提和化学汽提的双重作用，可以显著改善汽提效果，克服催化剂循环量大对汽提操作带来的不利影响，从而减少可汽提焦，进一步提闻轻质油收 率。
[0049]5.由于采用双反应器和双分馏塔系统，可以对催化汽油或其它轻烃在适宜的条件下进行单独改质，从而确保生产高品质汽油。
[0050]下面结合附图、【具体实施方式】和实施例对本发明作进一步详细的说明。但并不限制本发明要求保护的范围。
[0051]附图和【专利附图】

【附图说明】
[0052]图1是实现本发明所述催化裂化方法的装置反再系统的示意图。
[0053]其中:
[0054]1.湍动床再生器，2.提升管再生器，3a、3b、3c.空气入口，4.汽提段再生催化剂输送管，5.催化剂输送管，6a、6b、6c.空气分布器，7.催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀，
8.催化剂混合罐，9.轻烃反应器再生催化剂输送管，10.轻烃反应器再生催化剂流量调节阀，IlaUlb.催化剂分布板，12a、12b、12c.轻烃原料喷嘴，13.反应器，14.汽提段再生催化剂流量调节阀，15.待生催化剂输送管，16.待生催化剂流量调节阀，17.轻烃反应器粗旋风分离器，18.轻烃反应器一级旋风分离器，19.轻烃反应集气室，20.重油反应集气室，21.重油反应器一级旋风分离器，22.重油反应器粗旋风分离器，23.汽提段，24a、24b.蒸汽分布器，25.沉降器，26.反应器，27a、27b、27c.重油原料喷嘴，28.重油反应器再生催化剂流量调节阀，29.重油反应器再生催化剂输送管，30.外取热器催化剂出口流量调节阀，31.外取热器催化剂出口管，32.外取热器，33.外取热器催化剂入口管，34.外取热器催化剂入口流量调节阀，35a、35b.再生器一级旋风分离器,36a、36b.再生器二级旋风分离器,37.烟气集气室，38.惯性分离器，39.混合烟气，40.空气，41.轻烃反应油气分馏塔进料，42.重油反应油气分馏塔进料，43.重油原料，44.轻烃原料，45.水蒸汽。
【具体实施方式】
[0055]如图1所示，实现本发明所述催化裂化方法的装置主要由重油下行管反应器26、轻烃下行管反应器13、沉降器25、提升管再生器2、湍动床再生器1、催化剂混合罐8和外取热器32组成，湍动床再生器I位于沉降器25上方，两者采用同轴式布置；湍动床再生器I密相段分别通过外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5和汽提段再生催化剂输送管4与外取热器32顶部、催化剂混合罐8顶部和沉降器25密相段下部相连通，外取热器32底部通过外取热器催化剂出口管31与催化剂混合罐8顶部相连通；催化剂混合罐8底部分别通过重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9与重油下行管反应器26顶部和轻烃下行管反应器13顶部相连通；重油下行管反应器26底部和轻烃下行管反应器13底部分别进入沉降器25稀相段；沉降器25密相段即为汽提段23，汽提段23底部通过待生催化剂输送管15与提升管再生器2底部相连通；提升管再生器2顶部通过惯性分离器38与湍动床再生器I顶部相连通。
[0056]外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5和汽提段再生催化剂输送管4入口均采用淹流口形式且设置淹流斗；外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5、汽提段再生催化剂输送管4、外取热器催化剂出口管31、重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9与待生催化剂输送管15上分别设有外取热器催化剂入口流量调节阀34、催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀7、汽提段再生催化剂流量调节阀14、外取热器催化剂出口流量调节阀30、重油反应器再生催化剂流量调节阀28、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀10和待生催化剂流量调节阀16，所述的七个调节阀为流态化固体流量调节阀，特别是滑阀；外取热器催化剂出口管31出口位于催化剂混合罐8上部的轴向中心区域，汽提段再生催化剂输送管4的出口位于汽提段23下部的轴向中心区域。
[0057]催化剂混合罐8为一圆柱型筒体；筒体两端设有碟型封头，筒体的顶部设有两个催化剂入口，筒体的底部设有两个催化剂出口，催化剂混合罐8底部设有空气分布器6b，顶端设有排气口，且该排气口通过空气管线与湍动床再生器底部的空气入口管线相连通。
[0058]重油下行管反应器26与轻烃下行管反应器13结构相同，均由油剂混合管和反应物流导出管串联组成；两根油剂混合管竖直设置，其顶部入口分别与重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9的底部出口相连接；其顶端均设有球形封头，底端均设有锥形封头；两根油剂混合管的入口下方分别设有催化剂分布板Ila和催化剂分布板Ilb ;且在其轴向 不同高度的器壁上分别设有三层重油原料喷嘴27a、27b、27c和三层轻烃原料喷嘴12a、12b、12c，其中每层重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴12a、12b、12c又分别包括六个成矩阵分布的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，同层的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴结构尺寸一致且两个一组分别以两根油剂混合管中心轴为对称轴对称设置，重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴12a、12b、12c的原料喷射方向倾斜向下且分别指向两根油剂混合管中心轴，各层重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴12a、12b、12c可根据需要采用相同或不同的倾斜角度；两根反应物流导出管均由斜管段和水平段串联组成；两根反应物流导出管斜管段的入口分别与两根油剂混合管底部出口相连接，两个反应物流导出管水平段穿过器壁进入沉降器25稀相段，其出口分别与重油反应器粗旋风分离器22入口和轻烃反应器粗旋风分离器17入口相连接。
[0059]沉降器25内，除重油反应器粗旋风分离器22和轻烃反应器粗旋风分离器17以外，还设有一个重油反应器一级旋风分离器21和一个轻烃反应器一级旋风分离器18 ;重油反应器粗旋风分离器22出口管道与重油反应器一级旋风分离器21入口管道相套接，即重油反应器粗旋风分离器22出口管道外经比重油反应器一级旋风分离器21入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对中，管道环隙作为汽提物流的入口与沉降器25稀相段相连通，重油反应器一级旋风分离器21出口通过封闭管道与重油反应集气室20相连通；轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器18入口管道相套接，即轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道外经比轻烃反应器一级旋风分离器18入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对中，管道环隙同作为汽提物流的入口与沉降器25稀相段相连通，轻烃反应器一级旋风分离器18出口通过封闭管道与轻烃反应集气室19相连通；重油反应集气室20和轻烃反应集气室19均位于沉降器25顶部，是分割开的两个独立的空间，分别通过重油反应油气管线和轻烃反应油气管线与重油反应油气分馏塔和轻烃反应油气分馏塔相连通。
[0060]汽提段23内设有两个蒸汽分布器24a、24b，其中蒸汽分布器24a设置在汽提段再生催化剂输送管4底部出口上方，蒸汽分布器24b设置在汽提段23底部。
[0061]提升管再生器2由竖直段和水平段串联组成；竖直段底部入口与待生催化剂输送管15底部出口相连接；竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有球形封头；竖直段底部设有空气分布器6c，并且在其轴向不同高度的器壁上设有三层空气入口 3a、3b、3c，其中每层均包括四个均匀分布的结构尺寸相同且水平切向进风的空气入口 3 ;水平段出口与惯性分离器38入口相连接，水平段出口端也设有气垫弯头。
[0062]惯性分离器38为一根圆管，竖直设置，其出口位于湍动床再生器I稀相段上部。
[0063]湍动床再生器I密相段底部设有空气分布器6a ;其稀相段上部设有两组再生器两级旋风分离器，其中，再生器一级旋风分离器35a、35b Λ 口与湍动床再生器I的稀相段相连通，再生器一级旋风分离器35a、35b出口与再生器二级旋风分离器36a、36b入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器36a、36b出口通过封闭管道与位于湍动床再生器I顶部的烟气集气室37相连通；烟气集气室37通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。
[0064]以上各设备主体均为金属材质，通常为碳钢或不锈钢；其中，外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5、汽提段再生催化剂输送管4、外取热器催化剂出口管31、重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9、待生催化剂输送管15、重油下行管反应器26、轻烃下行管反应器13、沉降器25、提升管再生器2、湍动床再生器1、催化剂混合罐8、外取热器32、重油反应器粗旋风分离器22、轻烃反应器粗旋风分离器17、重油反应器一级旋风分离器21、轻烃反应器一级旋风分离器18、再生器一级旋风分离器35a、35b、再生器二级旋风分离器36a、36b内部均设有内衬隔热耐磨衬里；衬里的型号和厚度根据各部位的操作温度和催化剂流动线速以及设备结构特点来确定。
[0065]重油下行管反应器26的总长度一般为8~15m，其中，油剂混合管的长度一般为6~10m，反应物流导出管斜管段的长度一般为1.5~3.2m,反应物流导出管水平段的长度一般为0.5~1.Sm，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径一般为400 ~2500mm。
[0066]轻烃下行管反应器13的总长度一般为8~15m，其中，油剂混合管的长度一般为6~10m，反应物流导出管斜管段的长度一般为1.5~3.2m,反应物流导出管水平段的长度一般为0.5~1.Sm,油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径一般为300 ~1800mmo
[0067]重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13各部分的具体长度可根据各反应器的设计反应时间、反应器各部分的设计线速以及整个催化裂化装置的压力平衡参数要求和沉降器的具体结构尺寸采用常规提升管催化裂化装置提升管反应器的设计计算方法加以确定；重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13各部分的具体内径可根据各反应器的设计处理量与反应器各部分的设计线速等参数要求采用常规提升管催化裂化装置提升管反应器的设计计算方法加以确定；两根反应物流导出管的斜管段与水平面的夹角一般为45°~70°，以利于下行的反应物流从油剂混合管底部导出。
[0068]催化剂分布板IlaUlb属于现有常规设备，其具体结构和尺寸可以根据装置的操作条件采用现有的催化剂分布板的设计计算方法加以确定。
[0069]重油原料喷嘴27a、27b、27c与轻烃原料喷嘴12a、12b、12c的原料喷射方向与水平面的夹角一般为45°~80°，以利于油剂的混合及催化剂的流化；其具体设置高度根据各股进料所需要的反应时间和下行管反应器各部分的设计线速以及反应物流导出管的长度等参数进行计算确定。
[0070]重油原料喷嘴27a、27b、27c与轻烃原料喷嘴12a、12b、12c属于现有常规设备，符合常规催化裂化原料喷嘴的一般特征；其具体结构尺寸可以根据反应器的设计处理量，雾化蒸汽量等操作条件采用常规催化裂化原料喷嘴的设计计算方法加以确定，其具体材质可根据原料性质和操作条件进行确定。
[0071]外取热器催化剂入口管33的内径一般为200~1000mm，催化剂混合罐高温催化剂输送管5的内径一般为400~2000mm，汽提段再生催化剂输送管4的内径一般为300~1800_，外取热器催化剂出口管31的内径一般为200~1000mm，重油反应器再生催化剂输送管29的内径一般为300~1800_，轻烃反应器再生催化剂输送管9的内径一般为200~1500mm,待生催化剂输送管15的内径一般为500~3500mm ;上述几根催化剂输送管属于现有常规设备，符合密相催化剂输送管道的一般特征，其具体结构和尺寸可以根据装置各催化剂循环线路的催化剂循环 量以及装置的空间布局采用密相催化剂输送管道的设计计算方法加以确定。
[0072]提升管再生器2竖直段的长度一般为50~65m，其内径一般为1200~8000mm ；提升管再生器2水平段的长度一般为3~9m，其内径一般为800~6000_ ;提升管再生器2符合稀相催化剂输送管道的一般特征，可以根据装置的压力平衡关系、设计烧焦能力及各部位的设计线速采用稀相催化剂输送管道的计算方法来确定其各部位的具体结构尺寸；提升管再生器2器壁上的三层空气入口 3a、3b、3c的具体设置高度可根据提升管再生器2底部空气分布器及各层空气入口的进风量并结合提升管再生器2各段的烧焦强度通过计算加以确定。
[0073]惯性分离器38的长度一般为4~8m,其内径一般为600~4000mm。其长度大于提升管再生器2水平段的内径，其内径不大于提升管再生器2水平段的内径。
[0074]催化剂混合罐8的圆柱型桶体的高度一般为2~8m，圆柱型桶体的内径一般为1200~5000_，其具体结构尺寸可以根据两个反应器的总催化剂循环量和冷热催化剂实现均匀混合所需要的时间等参数进行计算确定。
[0075]沉降器25属于现有常规设备，符合常规提升管式催化裂化装置沉降器的一般特征，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有催化裂化装置沉降器的设计计算方法加以确定。
[0076]湍动床再生器I属于现有常规设备，符合常规提升管式催化裂化装置(所采用的)湍动床再生器的一般特征，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有催化裂化装置湍动床再生器的设计计算方法加以确定。
[0077]外取热器32属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有催化裂化装置外取热器的设计计算方法加以确定。
[0078]重油反应器粗旋风分离器22、轻烃反应器粗旋风分离器17、重油反应器一级旋风分离器21、轻烃反应器一级旋风分离器18以及再生器一级旋风分离器35a、35b和再生器二级旋风分离器36a、36b属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。
[0079]蒸汽分布器24a、24b和空气分布器6a、6b、6c可米用分布管或分布板的形式,也均属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有蒸汽分布器和空气分布器的设计计算方法加以确定。
[0080]重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9、汽提段再生催化剂输送管4入口处设置的淹流斗属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有淹流斗的设计计算方法加以确定。[0081]采用图1所示装置进行的本发明所述催化裂化方法如下:湍动床再生器I内的一部分再生催化剂经外取热器32冷却后进入催化剂混合罐8与来自湍动床再生器I的另一部分未被冷却的再生催化剂混合并进行换热；混合再生催化剂分为两股，其中一股经重油反应器再生催化剂输送管29进入重油下行管反应器26与重油原料43接触反应，另一股经轻烃反应器再生催化剂输送管9进入轻烃下行管反应器13与轻烃原料44接触反应；反应结束后，两股反应物流进入沉降器25分别油各自专用的旋分分离器进行气固分离；分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经在汽提段23混合并进行两段汽提后进入提升管再生器2进行烧焦再生；提升管再生器2生成的半再生催化剂进入湍动床再生器I进一步烧焦再生；经过两段再生的再生催化剂循环使用，重油反应油气和一部分被汽提出的烃类组份作为重油反应油气分馏塔进料42，轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类组份作为轻烃反应油气分馏塔进料41。
[0082]在以上操作过程中，分别经外取热器催化剂出口管31和催化剂混合罐高温催化剂输送管5进入催化剂混合罐8的两股温度不同的再生催化剂在经空气分布器6b进入催化剂混合罐8的空气40的扰动作用下均匀混合并进行换热；从催化剂混合罐8顶部排出的空气40携带少量的再生催化剂经空气管线与另一股空气40汇合后一起从底部进入湍动床再生器I。
[0083]在以上操作过程中，两股混合再生催化剂自催化剂混合罐8向下分别经重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9进入重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13 ;并分别由催化剂分布板Ila和催化剂分布板Ilb进行整流，整流后继续下行一段距离再分别与重油原料43和轻烃原料44接触混合，之后两股反应物流分别沿重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13下行并进行反应。
[0084]在以上操作过程中，重油原料43包括3种，轻烃原料44也包括3种；根据反应需要，任意一种重油原料43可以从设置在重油下行管反应器26轴向不同高度的器壁上的三层重油原料喷嘴27a、27b、27c中的任意一层进入重油下行管反应器26与再生催化剂接触，任意一种轻烃原料44可以从设置在轻烃下行管反应器13轴向不同高度的器壁上的三层轻烃原料喷嘴12a、12b、12c中的任意一层进入轻烃下行管反应器13与再生催化剂接触。[0085]在以上操作过程中，重油下行管反应器26反应物流经重油下行管反应器26底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器25内的重油反应器粗旋风分离器22进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入重油反应器一级旋风分离器21进行进一步的气固分离；轻烃下行管反应器13反应物流经轻烃下行管反应器13底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器25内的轻烃反应器粗旋风分离器17进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行进一步的气固分离；汽提物流(被汽提出的烃类油气及其夹带的少量催化剂)分为两部分，一部分进入重油反应器一级旋风分离器21进行气固分离，另一部分进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行气固分离；由重油反应器一级旋风分离器21分离出的重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气经重油反应集气室20和重油反应油气管线进入重油反应油气分馏塔进行分馏，由轻烃反应器一级旋风分离器18分离出的轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气经轻烃反应集气室19和轻烃反应油气管线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。
[0086]在以上操作过程中，重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别经各旋风分离器料腿进入汽提段23进行混合，先于汽提段23上部在较低的温度用下水蒸汽45进行汽提，后进入汽提段23下部与来自湍动床再生器I经汽提段再生催化剂输送管4进入汽提段下部的一股再生催化剂混合后在较高的温度下用水蒸汽45进一步进行汽提。
[0087]在以上操作过程中，经过汽提的混合待生催化剂向下经待生催化剂输送管15进入提升管再生器2，沿提升管再生器2上行并进行烧焦再生；提升管再生器2烧焦所需的空气40从设置在提升管再生器2底部的空气分布器6c和设置在提升管再生器轴向不同高度的器壁上的三层空气入口 3a、3b、3c分路进入提升管再生器2，其中，占进入提升管再生器空气总量20 %~50 %的空气40从空气分布器6c进入，其余的空气40从三层空气入口 3a、3b、3c进入，各层空气入口 3a、3b、3c的进气量可以灵活分配。
[0088]在以上操作过程中，提升管再生器2烧去50%以上沉积在混合待生催化剂上的焦炭，生成的半再生催化剂和再生烟气一起经提升管再生器2顶部出口向下进入惯性分离器38进行分离；分离出的半再生催化剂向下进入湍动床再生器I密相段与从湍动床再生器I底部经空气分布器6a进入湍动床再生器I密相段的空气40接触进一步烧焦再生，分离出的提升管再生器2的再生烟气和湍动床再生器I的再生烟气及其夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器35a、35b和再生器二级旋风分离器36a、36b进行气固分离；分离出的催化剂颗粒经再生器一级旋风分离器35a、35b的料腿和再生器二级旋风分离器36a,36b的料腿返回湍动床再生器I密相段，分离出的混合烟气39经烟气集气室37和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0089]在以上操作过程中，从湍动床再生器I进入外取热器32、催化剂混合罐8和汽提段23，从外取热器32进入催化剂混合罐8以及从催化剂混合罐8进入重油下行管反应器29和轻烃下行管反应器9的再生催化剂的流量，从汽提段23进入提升管再生器2的待生催化剂的流量可以分别通过外取热器催化剂入口流量调节阀34、催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀7、汽提段再生催化剂流量调节阀14、外取热器催化剂出口流量调节阀30、重油反应器再生催化剂流量调节阀28、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀10和待生催化剂流量调节阀16进行控制。
[0090]在以上操作过程中，重油下行管反应器26的操作条件是--反应温度(反应器出口温度)一般为460~580°C，较好为470~560°C，最好为480~540°C ;反应时间一般为
0.2~2.0s，较好为0.5~1.7s，最好为0.7~1.5s ;剂油比一般为5~40，较好为8~30，最好为10~20 ;催化剂活性一般为58~75，较好为62~72，最好为65~70。
[0091]在以上操作过程中，轻烃下行管反应器13的操作条件是--反应温度(反应器出口温度)一般为450~600°C，较好为480~580°C，最好为500~550°C ;反应时间一般为
0.2~2.5s，较好为0.5~2.2s，最好为1.0~2.0s ;剂油比一般为3~35，较好为5~25，最好为8~12 ;催化剂活性一般为58~75，较好为62~72，最好为65~70。
[0092]在以上操作过程中，重油下行管反应器26的进料包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油。轻烃下行管反应器13的进料包括催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、气压机凝缩油。催化剂可采用现有的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)，可以按常规选用。
[0093]在以上操作过程中，沉降器25的操作条件是:稀相温度一般为450~590°C;顶部绝对压力一般为0.20~0.50Mpa，较好为0.25~0.45Mpa，最好为0.30~0.40Mpa。
[0094]在以上操作过程中，汽提段23的操作条件是:一段汽提的汽提温度一般为480~560°C，一段汽提的汽提时间为一般为1.0~3.0min ;二段汽提的汽提温度一般为520~620°C，二段汽提的汽提时间一般为1.0~2.0min ;汽提蒸汽用量一般为2~5kg/tcat。
[0095]在以上操作过程中，提升管再生器2的操作条件是:入口温度一般为500~600°C，较好为520~600°C，最好为540~600°C ;出口温度一般为560~720°C，较好为600~680°C，最好为630~650°C ;平均气体线速一般为3.0~10.0m/s，较好为4.0~
9.0m/s,最好为5.0~8.0m/s ;烧焦强度(每吨催化剂藏量每小时的烧碳量)一般为300~1200kg/(t *h)，烧焦时间一般为5~40s ;空气量根据烧焦量来确定，满足烧去混合待生催化剂上30%以上的焦炭的需求；混合待生催化剂在提升管再生器2再生器中烧去沉积在上面的30%以上的焦炭。
[0096]在以上操作过程中，湍动床再生器I的操作条件是:再生温度一般为580~7400C，较好为620~700°C，最好为650~670°C ;烧焦强度一般为O~120kg/ (t -h);烧焦时间一般为1.0~4.0min ;顶部绝对压力一般为0.10~0.40Mpa,较好为0.15~0.35Mpa,最好为0.20~0.30Mpa ;空气量根据烧焦量来确定，满足烧去半再生催化剂上的剩余焦炭。
[0097]在以上操作过程中，外取热器32的操作条件可以根据取热负荷的变化灵活调整。
[0098]在以上操作过程中，催化剂混合罐8的操作条件是:平均气体线速一般为0.3~
1.0m/s ;从催化剂混合罐8引出的混合再生催化剂温度一般为550~700 V,较好为570~6800C，最好为 590 ~650°C。
[0099]实施例1，对比例
[0100]在常规双提升管催化裂化中试装置上进行试验。重油提升管反应器加工大庆常压渣油，轻烃提升管反应器加工重油提升管反应器所产催化汽油，催化剂采用市售的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。
[0101]重油提升管反应器设计处理量为60kg/d，模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经进料喷嘴进入重油提升管反应器；轻烃提升管反应器设计处理量为24kg/d。再生催化剂的含碳量为0.03w%，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500°C。
[0102]催化裂化原料性质见表1，本实施例常规双提升管催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表2。常规双提升管催化裂化装置液体产品主要性质见表3。
[0103]实施例2
[0104]在近似于图1所示装置的新型流化催化裂化中试装置上进行试验。该新型流化催化裂化中试装置，重油下行管反应器和轻烃下行管反应器均可以根据工艺需要进行灵活更换。重油下行管反应器加工与对比例相同的大庆常压渣油，轻烃下行管反应器加工重油下行管反应器所产催化汽油，催化剂采用与对比例相同的市售CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。
[0105]重油下行管反应器设计处理量为60kg/d，模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经进料喷嘴进入重油下行管反应器；轻烃下行管反应器设计处理量为30kg/d，再生催化剂的含碳量为0.03w%，微反活性为66。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500°C。
[0106]本实施例新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表4。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表5。
[0107]实施例3
[0108]按实施例2，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的再生温度、烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，混合再生催化剂的温度，重油下行管反应器和轻烃下行管反应器的剂油比，以及重油下行管反应器的回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表6。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表7。
[0109]实施例4 [0110]按实施例2，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的再生温度、烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，混合再生催化剂的温度，重油下行管反应器和轻烃下行管反应器的剂油比，以及重油下行管反应器的回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表8。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表9。
[0111]实施例5
[0112]按实施例3，主要区别在于湍动床再生器的烧焦强度和烧焦时间，重油下行管反应器的反应时间和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表10。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表11。
[0113]实施例6
[0114]按实施例3，主要区别在于湍动床再生器的烧焦强度和烧焦时间，重油下行管反应器的反应时间和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表12。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表13。
[0115]实施例7
[0116]按实施例3，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，重油下行管反应器的反应温度、剂油比和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表14。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表15。
[0117]实施例8
[0118]按实施例3，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，重油下行管反应器的反应温度、剂油比和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表16。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表17。
[0119]表1催化裂化原料性质
[0120]
【权利要求】
1.一种催化裂化方法，其特征在于，有下列步骤: 1)重油原料(43)在重油下行管反应器(26)内与来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂接触并反应，重油反应物流进入沉降器(25)进行气固分离，分离出的重油反应油气进入重油反应油气分馏塔，重油待生催化剂进入步骤3)； 2)轻烃原料(44)在轻烃下行管反应器(13)内与来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂接触并反应，轻烃反应物流进入沉降器(25)进行气固分离，分离出的轻烃反应油气进入轻烃反应油气分馏塔，轻烃待生催化剂进入步骤3)； 3)重油待生催化剂和轻烃待生催化剂混合后进入汽提段(23)进行汽提，经过汽提的混合待生催化剂依次经提升管再生器(2)和湍动床再生器(I)进行烧焦再生，经过两段再生的再生催化剂进入催化剂混合罐(8)。
2.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的经过两段再生的再生催化剂，一部分经外取热器(32)冷却后进入催化剂混合罐(8)，另一部分经催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)进入催化剂混合罐(8)，两股再生催化剂在经空气分布器^b)进入催化剂混合罐(8)的空气(40)的扰动下混合换热，从催化剂混合罐(8)顶部排出的空气(40)携带少量的再生催化剂与另一股空气(40) —起从底部进入湍动床再生器(I)。
3.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的经过两段再生的再生催化剂由湍动床再生器(I)经催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)进入催化剂混合罐⑶。
4.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂向下经重油反应器催化剂输送管(29)进入重油下行管反应器(26)，由催化剂分布板(Ila)进行整流后 继续下行一段距离再与重油原料(43)接触混合，反应物流沿重油下行管反应器(26)下行并进行反应。
5.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂向下经轻烃反应器催化剂输送管(9)进入轻烃下行管反应器(13)，由催化剂分布板(Ilb)进行整流后继续下行一段距离再与轻烃原料(44)接触混合，反应物流沿轻烃下行管反应器(13)下行并进行反应。
6.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(43)经倾斜向下设置的重油原料喷嘴(27)进入重油下行管反应器(26)与来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂接触。
7.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃原料(44)经倾斜向下设置的轻烃原料喷嘴(12)进入轻烃下行管反应器(13)与来自催化剂混合罐(8)的再生催化剂接触。
8.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(43)包括I~5种。
9.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃原料(44)包括I~5种。
10.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(43)，不同种类的可以根据反应需要，从设置在重油下行管反应器(26)轴向不同高度的重油原料喷嘴(27)进入重油下行管反应器(26)。
11.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃原料(44)，不同种类的可以根据反应需要，从设置在轻烃下行管反应器(13)轴向不同高度的轻烃原料喷嘴(12)进入轻烃下行管反应器(13)。
12.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油反应物流从重油下行管反应器(26)直接进入位于沉降器(25)内的重油反应器粗旋风分离器(22)进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入重油反应器一级旋风分离器(21)进行进一步的气固分离。
13.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃反应物流从轻烃下行管反应器(13)直接进入位于沉降器(25)内的轻烃反应器粗旋风分离器(17)进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入轻烃反应器一级旋风分离器(18)进行进一步的气固分离。
14.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别经各旋风分离器料腿进入汽提段(23)进行混合，并先于汽提段(23)上部在较低的温度下用水蒸汽(45)进行汽提，后进入汽提段(23)下部与来自湍动床再生器(I)经汽提段再生催化剂输送管(4)进入汽提段(23)下部的再生催化剂混合后在较高的温度下用水蒸汽(45)进一步进行汽提。
15.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的混合待生催化剂在被汽提过程中产生的汽提物流分为两部分，一部分进入重油反应器一级旋风分离器(21)进行气固分离，另一部分进入轻烃反应器一级旋风分离器(18)进行气固分离。
16.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气作为重油反应油气分馏塔进料(42)经重油反应集气室(20)和重油反应油气管线进入重油反应油气分馏塔进行分馏。·
17.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气作为轻烃反应油气分馏塔进料(41)经轻烃反应集气室(19)和轻烃反应油气管线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。
18.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的经过汽提的混合待生催化剂向下经待生催化剂输送管(15)进入提升管再生器(2)，沿提升管再生器(2)上行并进行烧焦再生。
19.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)烧焦所需的空气(40)从设置在其底部的空气分布器^c)和设置在其轴向不同高度的器壁上的2~6层空气入口(3)分路进入，其中，占进入提升管再生器空气总量20%~50%的空气(40)从空气分布器(6c)进入，其余的空气(40)从2~6层空气入口(3)进入，各层空气入口(3)的进气量可以灵活分配。
20.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)烧去30%以上沉积在混合待生催化剂上的焦炭。
21.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)生成的半再生催化剂和再生烟气一起经提升管再生器(2)出口向下进入惯性分离器(38)进行气固分离，分离出的半再生催化剂向下进入湍动床再生器(I)密相段与经空气分布器(6a)进入湍动床再生器(I)的空气(40)接触进一步烧焦再生。
22.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)的再生烟气和湍动床再生器(I)的再生烟气及其夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器(35)和再生器二级旋风分离器(36)进行气固分离，分离出的催化剂颗粒经再生器各旋风分离器的料腿返回湍动床再生器(I)密相段，分离出的混合烟气(39)经烟气集气室(37)和烟气管线进入烟气能量回收系统。
23.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:从湍动床再生器(I)进入外取热器(32)、催化剂混合罐(8)和汽提段(23)，从外取热器(32)进入催化剂混合罐(8)以及从催化剂混合罐(8)进入重油下行管反应器(26)和轻烃下行管反应器(13)的再生催化剂的流量，从汽提段(23)进入提升管再生器(2)的待生催化剂的流量均可以通过流量调节阀控制。
24.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的重油下行管反应器(26)的操作条件为，反应温度460~580°C，反应时间0.2~2.0s，剂油比5~40，反应绝对压力0.10~0.40Mpa，催化剂活性58~75。
25.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的轻烃下行管反应器(13)的操作条件为，反应温度450~600°C，反应时间0.2~2.5s，剂油比3~35，反应绝对压力0.10~0.40Mpa，催化剂活性58~75。
26.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的沉降器(25)的操作条件为，稀相温度450~590°C ;顶部绝对压力0.20~0.50Mpa。
27.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)的操作条件为，入口温度500~600°C，出口温度560~720°C，平均气体线速3.0~10.0m/s，烧焦强度300~1200kg/(t *h)，烧焦时间5~40s。
28.依照权利要求1所述的一种催化裂化方法，其特征在于:所述的湍动床再生器(I)的操作条件为，再生温度580~740°C，烧焦强度O~120kg/(t *h)，烧焦时间1.0~.4.0min，顶部绝对压力0.10~0.40Mpa。
【文档编号】C10G11/18GK103540345SQ201210244750
【公开日】2014年1月29日 申请日期:2012年7月9日 优先权日:2012年7月9日
【发明者】陈曼桥, 王文柯, 武立宪, 张亚西, 孟凡东, 樊麦跃, 陈章淼, 黄延召, 李秋芝, 吴辰捷 申请人:中国石油化工集团公司, 中石化洛阳工程有限公司