一种催化裂化方法及其装置制造方法

一种催化裂化方法及其装置制造方法
【专利摘要】本发明公开了石油化工行业的一种催化裂化方法及其装置。本发明催化裂化方法包括：采用提升管进行油剂接触时间为0.2～1.5s的重油催化裂化反应；反应物流由旋风分离器进行气固分离；反应油气进入分馏塔进行分馏；待生催化剂经汽提后进入第一湍动床再生器，与第二湍动床再生器烟气逆流接触并烧去90％以上的生成焦炭；半再生催化剂进入第二湍动床再生器，与主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热冷却，冷却后的再生催化剂返回提升管循环使用。再生过程中只向第二湍动床再生器直接输送主风。本发明公开了用于实现上述方法的催化裂化装置。本发明可用于重油催化裂化。
【专利说明】一种催化裂化方法及其装置

【技术领域】
[0001] 本发明涉及石油化工行业的一种催化裂化方法及其装置。

【背景技术】
[0002] 目前，石油化工行业所使用的常规催化裂化装置普遍存在以下几方面的缺点： 第一，受再生动力学限制，再生温度较高，导致参与反应的再生催化剂温度较高（一般在 700°C左右）；受装置热平衡限制，使重油提升管的剂油比相对较小，一般总剂油比为5? 8(提升管的总剂油比为提升管内催化剂的重量循环量与提升管各股进料的重量流量总和 之比），从而使单位重量的重油进料所接触到的活性中心数较少，这在很大程度上抑制了催 化裂化反应。同时，提升管中油剂的接触温度较高，在一定程度上促进了热裂化反应。第二， 重油提升管油剂接触的时间较长（一般在4s左右，s为秒），这在提高进料转化率的同时也 加剧了裂化生成物的二次反应，使裂化气（包括干气和液化气）与焦炭的产率较高，汽、柴 油馏分的收率较低；还使催化柴油的品质较差，不适于作为车用燃料调合组份。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。
[0003] 中国专利CN100338185C公开的一种催化裂化方法及装置，其主要技术特征是：采 用双提升管催化裂化装置，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（约相当于再生催化剂活性的90%)、温度较低（500°C左右）且经过汽提的轻烃提 升管待生催化剂送入重油提升管底部的催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器的 再生催化剂混合后一起进入重油提升管，与重油进料接触。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，实现了重油提升管"油剂低温接触、大剂油比"操作， 在一定程度上降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术存在着以下几点不足：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，导致该技术降低重油提升 管油剂接触温度和提高剂油比的方案仅适用于具有两根以上提升管的催化裂化装置，而不 适用于单提升管催化裂化装置。第二，轻烃待生催化剂与再生催化剂混合，在一定程度上降 低了重油提升管内参与反应的催化剂的活性，对产品分布和产品性质带来不利影响。第三， 该技术采用的是传统的提升管催化裂化反应器，喷嘴设置位置较低，重油提升管的油剂接 触时间实际上只能控制为2?4s，短于2s的反应时间很难实现。由于油剂接触时间较长， 导致重油提升管的产品分布和催化柴油的性质相对较差。
[0004] 中国专利CN101575534B公开的一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方 法，其主要技术特征是：在再生器的下方设置一个再生催化剂冷却器，再生器内的再生催化 剂经再生催化剂输送管进入其中，与由冷却主风分布器通入再生催化剂冷却器内的冷却主 风混合换热。冷却后的再生催化剂进入提升管，与进料接触。被加热的冷却主风经套管与 再生催化剂输送管之间的环形空间向上进入再生器内，与待生催化剂接触进行烧焦再生。 由于以上特征，该技术实现了重油提升管"油剂低温接触、大剂油比"操作，在一定程度上 降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术存在的不足之处是：第一，再生催化剂 冷却器的筒体直径较小，因此就需要对由冷却主风分布器通入的冷却主风量进行限制。否 贝1J，大量再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂将被加热的冷却主风夹带、经套管与再 生催化剂输送管之间的环形空间向上流入再生器内，形成催化剂内循环，影响装置正常操 作。由于冷却主风量受限制，因而会影响对高温再生催化剂的冷却效果。第二，采用的是传 统的提升管催化裂化反应器，重油提升管很难实现较短的油剂接触时间，原因和后果与对 CN100338185C的说明相似。第三，再生器、套管与再生催化剂冷却器上下串联设置，使装置 的总高度较高。
[0005] 美国专利US6,059,958公开的一种重油催化裂化技术的主要特征是：将部分或全 部经外取热器冷却后的再生催化剂送至重油提升管底部，与来自再生器的高温再生催化剂 混合，混合再生催化剂在重油提升管内与重油进料接触。由于以上特征，该技术实现了重油 提升管"油剂低温接触、大剂油比"操作。存在的不足之处是：第一，采用经外取热器冷却 后的再生催化剂与来自再生器的高温再生催化剂混合降温的措施，导致该技术降低油剂接 触温度和提高剂油比的优势仅能体现于具有过剩热量的催化裂化装置。第二，采用的是传 统的提升管催化裂化反应器，重油提升管很难实现较短的油剂接触时间，原因和后果与对 CN100338185C的说明相似。


【发明内容】

[0006] 本发明的目的是提供一种催化裂化方法及其装置，以解决现有的催化裂化工艺所 存在的降低再生催化剂温度的措施适用范围较窄（不适用于单提升管催化裂化装置或只 适用于具有过剩热量的催化裂化装置）、调节不够灵活（采用主风冷却再生催化剂因冷却 主风量受限制而使冷却效果受到影响）、参与反应的催化剂活性较低（受轻烃待生催化剂 混入的影响）以及难以实现较短的油剂接触时间等问题。
[0007] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种催化裂化方法，重油进料在提 升管内与催化剂接触混合并进行催化裂化反应，反应物流从提升管出口经封闭管道进入旋 风分离器进行气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经 汽提后进行湍动床再生，再生催化剂返回提升管循环使用，其特征在于：提升管内的油剂接 触时间为0. 2?1. 5s，待生催化剂进入第一湍动床再生器，与第二湍动床再生器烟气逆流 接触并烧去90%以上的生成焦炭，半再生催化剂向下进入第二湍动床再生器，与主风逆流 接触烧去剩余的生成焦炭并换热进行冷却，再生过程中只向第二湍动床再生器直接输送主 风。
[0008] 用于实现上述方法的催化裂化装置，主要包括提升管、沉降器、再生器，提升管出 口与旋风分离器入口通过封闭管道相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密相段相连通， 沉降器密相段为汽提段，其特征在于：提升管反应段长度为10?20m，再生器包括第一湍动 床再生器和第二湍动床再生器，第一湍动床再生器位于第二湍动床再生器上方，两者同轴 设置，由烟气分布板隔开，第二湍动床再生器为一圆柱型筒体，第一湍动床再生器密相段与 第二湍动床再生器内径相同，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动床再生器密相 段上部相连通，第一湍动床再生器密相段底部通过半再生催化剂输送管与第二湍动床再生 器相连通，第二湍动床再生器底部通过再生催化剂输送管与提升管底部相连通。
[0009] 所述的提升管可以沿其轴向间隔设置2?5层进料喷嘴。
[0010] 本发明的一种催化裂化装置，所述的沉降器与第一湍动床再生器和第二湍动床再 生器同轴设置，沉降器稀相段位于第一湍动床再生器上方，汽提段位于第一湍动床再生器 稀相段内，提升管自下而上由坚直段和水平段串联组成，水平段穿过器壁进入沉降器稀相 段上部，待生催化剂输送管为待生立管，半再生催化剂输送管为半再生立管，再生催化剂输 送管为再生斜管。
[0011] 本发明的另一种催化裂化装置，所述的沉降器与第一湍动床再生器和第二湍动床 再生器高低并列设置，提升管只有坚直段，与沉降器同轴设置，并且穿过汽提段进入沉降器 稀相段上部，待生催化剂输送管为待生斜管，半再生催化剂输送管为半再生立管，再生催化 剂输送管为再生斜管。
[0012] 与现有的催化裂化技术相比，采用本发明，具有如下的有益效果：
[0013] (1)采用单器供风（只向第二湍动床再生器直接输送主风，不向第一湍动床再生 器直接输送主风）、烟气串连（第二湍动床再生器烟气进入第一湍动床再生器）并在第一湍 动床再生器烧去沉积在待生催化剂上90%以上的生成焦炭的两段再生方式，第二湍动床再 生器不仅用于烧去半再生催化剂上剩余的焦炭，而且成为一个以主风对高温再生催化剂进 行冷却的再生催化剂冷却器。由于全部或绝大部分的主风都进入第二湍动床再生器，所以 能够充分利用主风的升温热来冷却高温再生催化剂。因此本发明可以在加工任何重油进料 的单提升管催化裂化装置上实现在维持第一湍动床再生器烧焦温度基本不变、即不对再生 效率产生较大影响的前提下有效降低参与催化裂化反应的再生催化剂的温度，从而实现在 保持参与反应的催化剂活性的前提下进行提升管"油剂低温接触、大剂油比"的操作，进而 抑制热裂化反应、促进催化裂化反应、降低干气和焦炭的产率。
[0014] (2)再生催化剂的冷却程度（即再生催化剂与主风的换热量）通过控制第二湍动 床再生器密相高度（即改变再生催化剂与主风的换热时间）进行灵活调节，从而使对催化 裂化反应条件的控制更加灵活。
[0015] (3)本发明的第一湍动床再生器、第二湍动床再生器采用上下紧邻、叠置串连的设 置方式，使装置的总高度较低，因而装置投资和能耗较低。
[0016] (4)由于采用反应段的长度较短的提升管反应器，可以实现较短的油剂接触时间， 从而使催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到显著改善。
[0017] 本发明可用于重油催化裂化。
[0018] 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。附图、具体 实施方式和实施例并不限制本发明要求保护的范围。

【专利附图】

【附图说明】
[0019] 图1是本发明的一种同轴式提升管催化裂化装置的示意图。
[0020] 图2是本发明的一种高低并列式提升管催化裂化装置的示意图。
[0021] 图1和图2中的附图标记表示：1.沉降器，2.第一湍动床再生器，3.第二湍动床再 生器，4.外取热器，5.提升管，6.汽提段，7a、7b、7c.进料喷嘴，8.粗旋风分离器，9. 一级旋 风分离器，10.反应集气室，11.再生器一级旋风分离器，12.再生器二级旋风分离器，13.烟 气集气室，14a、14b.蒸汽分布管，15.烟气分布板，16.主风分布管，17.预提升介质喷头， 18.待生催化剂分配器，19.半再生催化剂分配器，20.待生立管，21.待生斜管，22.半再生 立管，23.再生斜管，24.外取热器催化剂入口管，25.低温催化剂循环管，26.低温催化剂输 送管，27.待生滑阀，28.半再生塞阀，29.再生滑阀，30.外取热器入口滑阀，31.低温催化剂 循环滑阀，32.低温催化剂输送滑阀，33a、33b、33c.重油进料，34.从主风分布管16进入第 二湍动床再生器3的主风，35.水蒸汽，36.预提升介质，37.分馏塔进料，38.第一湍动床再 生器烟气，39a.粗旋风分离器8的出口管道与一级旋风分离器9的入口管道之间形成的环 隙，39b.半再生立管22与外套管之间形成的环隙。

【具体实施方式】
[0022] 图1所示本发明的一种同轴式提升管催化裂化装置，主要包括提升管5、沉降器1、 第一湍动床再生器2、第二湍动床再生器3。沉降器1稀相段位于第一湍动床再生器2上方， 第一湍动床再生器2位于第二湍动床再生器3上方，三器同轴设置。沉降器1密相段为汽 提段6,汽提段6位于第一湍动床再生器2稀相段内，汽提段6底部通过待生立管20与第一 湍动床再生器2密相段上部相连通。第一湍动床再生器2密相段底部通过半再生立管22 与第二湍动床再生器3相连通。第二湍动床再生器3底部通过再生斜管23与提升管5底 部相连通。提升管5出口位于沉降器1稀相段上部。
[0023] 第一湍动床再生器2设有外取热器4,外取热器4为上进下出式。第一湍动床再生 器2密相段下部通过外取热器催化剂入口管24与外取热器4入口相连通，外取热器4出口 分别通过低温催化剂循环管25和低温催化剂输送管26与第一湍动床再生器2密相段上部 和提升管5底部相连通。
[0024] 提升管5自下而上由坚直段和水平段串联组成。提升管5坚直段顶端设有气垫弯 头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管14b，底部管壁上设有预提升介质喷头17。坚直段 沿其轴向间隔设有两层进料喷嘴7a、7b，水平段设有一层进料喷嘴7c。水平段穿过器壁进 入沉降器1稀相段上部。通常，提升管5可以沿其轴向间隔设置2?5层进料喷嘴。
[0025] 沉降器1稀相段上部，设有1个粗旋风分离器8和1个一级旋风分离器9。提升 管5出口通过封闭管道与粗旋风分离器8入口相连接。粗旋风分离器8出口管道外径比一 级旋风分离器9入口管道内径小，且粗旋风分离器8出口管道插入一级旋风分离器9入口 管道，同时以辅助内构件固定和对中，两根管道之间形成的环隙39a作为汽提物流进入一 级旋风分离器9的通道与沉降器1稀相段上部相连通。粗旋风分离器8底部和一级旋风分 离器9底部分别通过料腿与汽提段6相连通。一级旋风分离器9出口通过封闭管道与位于 沉降器1顶部的反应集气室10入口相连接。反应集气室10出口通过反应油气管线与分馏 塔相连通。汽提段6底部设有蒸汽分布管14a。待生立管20出口位于第一湍动床再生器2 密相段上部，且与待生催化剂分配器18相连通。通常，沉降器1稀相段上部可以设置1个 粗旋风分离器8和1?4个一级旋风分离器9。
[0026] 第一湍动床再生器2与第二湍动床再生器3之间由烟气分布板15隔开。第一湍 动床再生器2稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器11和两个再生器二级旋风分离 器12。其中，再生器一级旋风分离器11入口与第一湍动床再生器2的稀相段相连通，再生 器一级旋风分离器11出口与再生器二级旋风分离器12入口通过封闭管道相连接，再生器 二级旋风分离器12的出口通过封闭管道与位于第一湍动床再生器2顶部的烟气集气室13 入口相连接，烟气集气室13出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。通常，第一湍 动床再生器2稀相段上部可以设置1?6个再生器一级旋风分离器11和1?6个再生器 二级旋风分离器12。
[0027] 第二湍动床再生器3为一圆柱型筒体，其底部设有主风分布管16,底端设有封头。 第二湍动床再生器3内径与第一湍动床再生器2密相段内径相同。半再生立管22的出口 位于第二湍动床再生器3底部，且通过一根与其同轴设置的外套管与设置于第二湍动床再 生器3中部或下部的半再生催化剂分配器19相连通，半再生立管22与所述的外套管之间 形成环隙39b。
[0028] 半再生立管22、再生斜管23和外取热器催化剂入口管24入口均采用淹流口形式， 且设置淹流斗。再生斜管23、外取热器催化剂入口管24、低温催化剂循环管25和低温催化 剂输送管26上分别设有再生滑阀29、外取热器入口滑阀30、低温催化剂循环滑阀31、低温 催化剂输送滑阀32。半再生立管22底部出口设有半再生塞阀28。为避免催化剂走短路， 外取热器催化剂入口管24入口与低温催化剂循环管25出口之间的距离不小于3米。
[0029] 图2所示本发明的一种高低并列式提升管催化裂化装置，与图1所示本发明的一 种同轴式催化裂化装置的主要不同之处是：沉降器1与第一湍动床再生器2和第二湍动床 再生器3高低并列设置。提升管5只有坚直段，与沉降器1同轴设置，并且穿过汽提段6进 入沉降器1稀相段上部。三层进料喷嘴7a、7b，7c全部设置于提升管5坚直段上。汽提段 6通过待生斜管21和待生催化剂分配器18与第一湍动床再生器2密相段相连通。待生斜 管21上设有待生滑阀27。
[0030] 本发明中，各设备主体均为金属材质（通常为碳钢或不锈钢）。其中，待生立管20、 待生斜管21、半再生立管22、再生斜管23、外取热器催化剂入口管24、低温催化剂循环管 25、低温催化剂输送管26、提升管5、沉降器1、第一湍动床再生器2、第二湍动床再生器3、外 取热器4、粗旋风分离器8、一级旋风分离器9、再生器一级旋风分离器11、再生器二级旋风 分离器12内部均内衬有隔热耐磨衬里。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。本发明所述的设备或管道的内径，对于设有隔热耐 磨衬里的设备或管道，均是指相应隔热耐磨衬里的内径。
[0031] 本发明中，提升管5总长度一般为40?60m，其中，反应段长度一般为10?20m，预 提升段长度一般为20?50m，反应段内径一般为400?2500mm，预提升段内径一般为200? 1300mm。对于图1所示由坚直段和水平段串联组成的提升管5,坚直段长度一般为30? 55m，水平段长度一般为5?10m。对于图2所示仅包括坚直段的提升管5,坚直段长度一般 为40?60m。
[0032] 本发明中，提升管5符合常规提升管催化裂化装置所采用的提升管的一般特征。 其各部分的具体长度可根据提升管5的设计油剂接触时间、各部分的设计线速，沉降器1与 第一湍动床再生器2和第二湍动床再生器3的结构尺寸以及整个催化裂化装置的压力平衡 等参数，采用常规提升管催化裂化装置提升管的设计计算方法加以确定。提升管5各部分 的具体内径可根据装置的设计处理量、经蒸汽分布管14b通入提升管5的水蒸汽35和预提 升介质36的用量以及提升管5各部分的设计线速等参数，采用常规提升管催化裂化装置提 升管的设计计算方法加以确定。
[0033] 本发明中，进料喷嘴属于现有常规设备，符合常规催化裂化进料喷嘴的一般特征。 其具体结构尺寸和空间布局可以根据提升管5的结构尺寸和装置的设计处理量及雾化水 蒸汽量等操作条件，采用常规催化裂化进料喷嘴的设计计算方法加以确定。各层进料喷嘴 的具体设置位置可以根据各股重油进料所需要的油剂接触时间和提升管5反应段的设计 线速等参数进行计算确定。进料喷嘴的具体材质可以根据重油进料的性质和操作条件进行 确定。
[0034] 本发明中，待生立管20内径一般为300?1800mm，待生斜管21内径一般为300? 1800mm，半再生立管22内径一般为300?1800mm，再生斜管23内径一般为300?1800mm， 外取热器催化剂入口管24内径一般为200?1200mm，低温催化剂循环管25内径一般为 200?1200mm，低温催化剂输送管26内径一般为200?1200mm。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。其具体尺寸和空间布局可以根据 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。
[0035] 本发明中，第一湍动床再生器2密相段内径n-般为2400?16000mm，其稀相段内 径w-般为3000?20000mm，第二湍动床再生器3内径一般为2400?16000mm。第一湍动 床再生器2和第二湍动床再生器3符合常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器的 一般特征。可以根据第一湍动床再生器2的设计烧焦能力与烧焦强度、第一湍动床再生器2 各部位的设计线速，以及再生器一级旋风分离器11和再生器二级旋风分离器12的结构尺 寸与安装方式等参数条件，采用现有催化裂化装置湍动床再生器的设计计算方法确定第一 湍动床再生器2各部位的具体结构尺寸。第二湍动床再生器3的内径与第一湍动床再生器 2密相段的内径n相同。可以根据第一湍动床再生器2与第二湍动床再生器3的温差范围， 第二湍动床再生器烟气夹带催化剂颗粒的浓度限额、第二湍动床再生器3的设计线速和内 径，以及主风分布管16的结构尺寸与支撑结构等参数条件，结合气固直接传热规律和输送 分离高度计算方法来确定第二湍动床再生器3的总高度。
[0036] 本发明中，沉降器1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。
[0037] 本发明中，外取热器4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。
[0038] 本发明中，粗旋风分离器8、一级旋风分离器9以及再生器一级旋风分离器11和再 生器二级旋风分离器12属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的 操作条件采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。
[0039] 本发明中，蒸汽分布管14a、14b和主风分布管16可采用树枝形分布管或环形分布 管，均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有 蒸汽分布管和主风分布管的设计计算方法加以确定。
[0040] 本发明中，烟气分布板15可采用碟形、平板形或拱形分布板，均属于现有常规设 备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有主风分布板的设计计算 方法加以确定。
[0041] 本发明中，预提升介质喷头17属于现有常规设备。其具体结构尺寸、设置位置和 空间布局可以根据装置的操作条件采用现有预提升介质喷头的设计计算方法加以确定。
[0042] 本发明中，半再生立管22、再生斜管23和外取热器催化剂入口管24,其入口处设 置的淹流斗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淹流 斗的设计计算方法加以确定。
[0043] 本发明中，待生催化剂分配器18和半再生催化剂分配器19均属于现有常规设备。 其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有催化剂分配器的设计计算 方法加以确定。
[0044] 采用图1所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法如下：三种重油进料 33a、33b、33c在提升管5内与催化剂接触混合并进行油剂接触时间为0. 2?1. 5s的催化裂 化反应。反应物流进入沉降器1进行气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分 离出的待生催化剂进入汽提段6进行汽提。经过汽提的待生催化剂进入第一湍动床再生器 2,与第二湍动床再生器烟气逆流接触，烧去90%以上的生成焦炭。半再生催化剂进入第二 湍动床再生器3,与主风34逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热冷却，再生催化剂返回提 升管5循环使用。再生过程中，只向第二湍动床再生器3直接输送主风，不向第一湍动床再 生器2直接输送主风。主风通常为压缩空气。
[0045] 在以上操作过程中，提升管5同时处理三种重油进料33a、33b、33c。根据反应需 要，三种重油进料33a、33b、33c分别从三层进料喷嘴7a、7b、7c进入提升管5。再生催化剂 从第二湍动床再生器3底部向下经再生斜管23进入提升管5底部，先由经蒸汽分布管14b 通入的水蒸汽35进行松动和流化，再由经预提升介质喷头17通入的预提升介质36提升上 行一段距离后与重油进料33a、33b、33c接触。
[0046] 在以上操作过程中，反应物流从提升管5水平段经封闭管道进入位于沉降器1内 的粗旋风分离器8进行气固分离，分离出的气相物流进入一级旋风分离器9进行进一步的 气固分离。汽提过程中产生的汽提物流（被汽提出的烃类油气及其夹带的少量催化剂）经 环隙39a进入一级旋风分离器9进行气固分离。粗旋风分离器8和一级旋风分离器9分离 出的待生催化剂经各旋风分离器料腿进入汽提段6,由经蒸汽分布管14a通入的水蒸汽35 进行汽提。反应油气和被汽提出的烃类油气作为分馏塔进料37经反应集气室10和反应油 气管线进入分馏塔进行分馏。
[0047] 在以上操作过程中，经过汽提的待生催化剂向下经待生立管20和待生催化剂分 配器18进入第一湍动床再生器2密相段上部，与从烟气分布板15进入第一湍动床再生器2 的第二湍动床再生器烟气接触。第一湍动床再生器烟气38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11和再生器二级旋风分离器12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第一湍动床再生器2密相段，分离出的第一湍动 床再生器烟气38经烟气集气室13和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0048] 在以上操作过程中，全装置的热量平衡通过外取热器4进行辅助调节，即根据需 要将一部分半再生催化剂从第一湍动床再生器2密相段下部经外取热器催化剂入口管24 引入外取热器4进行冷却。经过外取热器4冷却后的低温半再生催化剂可以经低温催化剂 循环管25全部返回第一湍动床再生器2密相段上部，或是经低温催化剂输送管26全部进 入提升管5底部。该冷却后的低温半再生催化剂或者分为两部分，一部分经低温催化剂循 环管25返回第一湍动床再生器2密相段上部，另一部分经低温催化剂输送管26进入提升 管5底部。外取热器4的操作条件，可以根据取热负荷的变化灵活调整。
[0049] 在将部分或全部经过外取热器4冷却后的低温半再生催化剂经低温催化剂循环 管25返回第一湍动床再生器2密相段上部时，需向低温催化剂循环管25内通入少量用于 输送催化剂的主风，这股主风将进入第一湍动床再生器2密相段参与烧焦。不属于上述情 况的，主风全部从主风分布管16进入第二湍动床再生器3,第一湍动床再生器2将完全使用 第二湍动床再生器烟气进行烧焦。主风量根据烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去全 部生成焦炭的需求。
[0050] 本发明所述的参与反应的催化剂，指的是进入提升管5底部的再生催化剂，或者 是进入提升管5底部的再生催化剂与冷却后的低温半再生催化剂所组成的混合催化剂。待 生催化剂在第一湍动床再生器2内烧去90%以上的生成焦炭后，生成的半再生催化剂的活 性相当于再生催化剂活性的95%以上。
[0051] 在以上操作过程中，半再生催化剂从第一湍动床再生器2密相段底部向下经半再 生立管22、再向上经环隙39b和半再生催化剂分配器19进入第二湍动床再生器3,与从主 风分布管16进入第二湍动床再生器3的主风34接触。
[0052] 在以上操作过程中，从第二湍动床再生器3进入提升管5的再生催化剂的流量由 再生滑阀29进行调节，从第一湍动床再生器2进入第二湍动床再生器3、从第一湍动床再生 器2进入外取热器4、从外取热器4返回第一湍动床再生器2、从外取热器4进入提升管5 的半再生催化剂的流量分别由半再生塞阀28、外取热器入口滑阀30、低温催化剂循环滑阀 31和低温催化剂输送滑阀32进行调节。
[0053] 采用图2所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法，与采用图1所示装置 进行催化裂化的方法的主要不同之处在于：重油进料在只有坚直段的提升管5内进行催化 裂化反应。经过汽提的待生催化剂向下经待生斜管21和待生催化剂分配器18进入第一湍 动床再生器2密相段上部，该股催化剂的流量由待生滑阀27进行调节。
[0054] 本发明中，提升管5可以同时加工1?5种重油进料。重油进料包括常压渣油、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。不同种类的重油进料根据反应需要，从沿提升管5的轴向设置在不同位置的各层进 料喷嘴进入提升管5,与催化剂接触并进行反应。本发明所用的催化剂，可以是现有的各种 催化裂化催化剂（例如CC-20D)。
[0055] 本发明中，预提升介质36为蒸汽或干气，可以按需要选用。
[0056] 本发明中，提升管5的主要操作条件是：反应温度（提升管出口温度）一般为 460?560°C，较好为470?550°C，最好为480?540°C;油剂接触时间一般为0. 2?1. 5s， 较好为0. 4?1. 2s，最好为0. 5?1.Os;总剂油比一般为5?20,较好为6?15,最好为 7?12 ;油气平均线速一般为8. 0?15.Om/s;参与反应的催化剂活性一般为58?75,较好 为62?72,最好为65?70。
[0057] 本发明中，沉降器1的主要操作条件是：稀相温度一般为470?550°C，顶部绝对 压力一般为〇? 2〇?〇? 38MPa。
[0058] 本发明中，汽提段6的主要操作条件是：汽提温度一般为480?560°C，汽提时间 为一般为1. 〇?3.Omin，汽提蒸汽用量一般为2?5kg/teat (千克水蒸汽/吨催化剂）。
[0059] 本发明中，第一湍动床再生器2的主要操作条件是：密相温度一般为650? 750°C，密相气体线速一般为0. 7?1.Om/s，密相高度一般为8?15m(对于采用平板形烟 气分布板的装置，第一湍动床再生器2密相高度指第一湍动床再生器2密相床层料面与烟 气分布板15的距离；对于采用碟形或拱形烟气分布板的装置，第一湍动床再生器2密相高 度指第一湍动床再生器2密相床层料面与烟气分布板15曲面下端的距离），稀相气体线速 一般为〇. 4?0. 6m/s，稀相沉降高度一般为7?10m(第一湍动床再生器2稀相沉降高度 指再生器一级旋风分离器11入口与第一湍动床再生器2密相床层料面的距离），烧焦强度 一般为80?200kgAt.h)，烧焦时间一般为5. 0?10.Omin，顶部绝对压力一般为0? 22? 0.40MPa。
[0060] 本发明中，第二湍动床再生器3的主要操作条件是：密相温度一般为600? 700°C，密相气体线速一般为0. 7?1.Om/s，密相高度一般为3?5m(第二湍动床再生器3 密相高度指第二湍动床再生器3密相床层料面与主风分布管16下端面的距离），稀相气体 线速一般为〇. 7?1.Om/s，稀相高度一般为5?8m(对于采用平板形烟气分布板的装置，第 二湍动床再生器3稀相高度指第二湍动床再生器3密相床层料面与烟气分布板15的距离； 对于采用碟形或拱形烟气分布板的装置，
[0061] 第二湍动床再生器3稀相高度指第二湍动床再生器3密相床层料面与烟气分布板 15曲面下端的距离），烧焦强度一般为40?100kg/(t*h)，烧焦时间一般为1. 0?3.Omin。
[0062] 本发明提到的百分数，除表示再生催化剂活性的和以v%表示体积百分数的以外， 均为重量百分数。
[0063] 对比例与实施例
[0064] 对比例
[0065] 在常规的单提升管催化裂化中试装置上进行试验。该中试装置设置一个湍动床再 生器，不设置外取热器。提升管设置一层进料喷嘴，设计处理量为60kg/d(千克/天）。 [0066] 对比例加工的重油原料为大庆常压渣油，催化剂采用市售的CC-20D催化裂化工 业平衡催化剂。对比例中，重油进料是指大庆常压渣油和回炼油。提升管模拟全回炼操作， 重油原料与回炼油混合后经同一层进料喷嘴进入提升管。再生催化剂的含碳量为〇. 03%， 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。
[0067] 重油原料性质见表1，对比例的主要操作条件及产品分布见表2,液体产品主要性 质见表3。
[0068] 实施例
[0069] 实施例1?5在近似于本发明图1所示的同轴式催化裂化中试装置上进行试验。 与图1所示装置不同的是，该中试装置的提升管设置两层进料喷嘴，不设置外取热器，没有 外取热器催化剂入口管、外取热器入口滑阀、低温催化剂循环管、低温催化剂循环滑阀、低 温催化剂输送管、低温催化剂输送滑阀。提升管的设计处理量为60kg/d，提升管反应段的内 径可以根据工艺需要进行更改。
[0070] 实施例1?5加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油，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。实施例中，重油进料是指大庆常压渣油 和回炼油。提升管模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层进料喷嘴进入提升管。 再生催化剂的含碳量为0. 03%，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为 500。。。
[0071] 实施例1的主要操作条件及产品分布见表4,液体产品主要性质见表5。实施例2 的主要操作条件及产品分布见表6,液体产品主要性质见表7。实施例3的主要操作条件及 产品分布见表8,液体产品主要性质见表9。实施例4的主要操作条件及产品分布见表10， 液体产品主要性质见表11。实施例5的主要操作条件及产品分布见表12,液体产品主要性 质见表13。
[0072] 表1重油原料性质（对比例，实施例1?5)
[0073]

【权利要求】
1. 一种催化裂化方法，重油进料在提升管内与催化剂接触混合并进行催化裂化反应， 反应物流从提升管出口经封闭管道进入旋风分离器进行气固分离，分离出的反应油气进入 分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经汽提后进行湍动床再生，再生催化剂返回提升管 循环使用，其特征在于：提升管内的油剂接触时间为〇. 2?1. 5s，待生催化剂进入第一湍动 床再生器，与第二湍动床再生器烟气逆流接触并烧去90%以上的生成焦炭，半再生催化剂 向下进入第二湍动床再生器，与主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热进行冷却，再生 过程中只向第二湍动床再生器直接输送主风。
2. 依照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于：所述的提升管同时加工1?5种 重油进料。
3. 依照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于：将一部分半再生催化剂从第一 湍动床再生器密相段下部引入外取热器进行冷却，冷却后的半再生催化剂全部返回第一湍 动床再生器密相段上部或是全部进入提升管底部，或者是分为两部分，一部分返回第一湍 动床再生器密相段上部，另一部分进入提升管底部。
4. 依照权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于：所述的提升管的操作条件是，反 应温度为460?560°C，总剂油比为5?20,油气平均线速为8. 0?15. Om/s，参与反应的催 化剂的活性为58?75,第一湍动床再生器的操作条件是，密相温度为650?750°C，密相气 体线速为〇. 7?1. Om/s，密相高度为8?15m，稀相气体线速为0. 4?0. 6m/s，稀相沉降高 度为7?10m，烧焦强度为80?200kgAt ? h)，烧焦时间为5. 0?10. Omin，顶部绝对压力 为0. 22?0. 40MPa，第二湍动床再生器的操作条件是，密相温度为600?700°C，密相气体 线速为0. 7?1. Om/s，密相高度为3?5m，稀相气体线速为0. 7?1. Om/s，稀相高度为5? 8m，烧焦强度为40?lOOkgAt ? h)，烧焦时间为1. 0?3. Omin。
5. -种用于实现权利要求1所述方法的催化裂化装置，主要包括提升管、沉降器、再生 器，提升管出口与旋风分离器入口通过封闭管道相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密 相段相连通，沉降器密相段为汽提段，其特征在于：提升管反应段长度为10?20m，再生器 包括第一湍动床再生器和第二湍动床再生器，第一湍动床再生器位于第二湍动床再生器上 方，两者同轴设置，由烟气分布板隔开，第二湍动床再生器为一圆柱型筒体，第一湍动床再 生器密相段与第二湍动床再生器内径相同，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动 床再生器密相段上部相连通，第一湍动床再生器密相段底部通过半再生催化剂输送管与第 二湍动床再生器相连通，第二湍动床再生器底部通过再生催化剂输送管与提升管底部相连 通。
6. 依照权利要求5所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管沿其轴向间隔设 置有2?5层进料喷嘴。
7. 依照权利要求5所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器与第一湍动床再 生器和第二湍动床再生器同轴设置，沉降器稀相段位于第一湍动床再生器上方，汽提段位 于第一湍动床再生器稀相段内，提升管自下而上由坚直段和水平段串联组成，水平段穿过 器壁进入沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为待生立管，半再生催化剂输送管为半再 生立管，再生催化剂输送管为再生斜管。
8. 依照权利要求5所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器与第一湍动床再 生器和第二湍动床再生器高低并列设置，提升管只有坚直段，与沉降器同轴设置，并且穿过 汽提段进入沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为待生斜管，半再生催化剂输送管为半 再生立管，再生催化剂输送管为再生斜管。
9. 依照权利要求5所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的第一湍动床再生器设有 外取热器，第一湍动床再生器密相段下部通过外取热器催化剂入口管与外取热器入口相连 通，外取热器出口分别通过低温催化剂循环管和低温催化剂输送管与第一湍动床再生器密 相段上部和提升管底部相连通。
10. 依照权利要求5所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管总长度为40? 60m，其中，预提升段长度为20?50m，反应段内径为400?2500mm，预提升段内径为200? 1300mm。第一湍动床再生器密相段内径n为2400?16000mm，其稀相段内径w为3000? 20000mm，第二湍动床再生器内径为2400?16000mm。
【文档编号】C10G11/14GK104342196SQ201310346781
【公开日】2015年2月11日 申请日期:2013年8月3日 优先权日:2013年8月3日
【发明者】陈曼桥, 武立宪, 王文柯, 张亚西, 樊麦跃, 汤海涛 申请人:中石化洛阳工程有限公司, 中石化炼化工程（集团）股份有限公司