蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法
【專利摘要】本發(fā)明涉及一種蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法；該方法由至少包括催化劑再生器、沉降器、提升管反應(yīng)器，分餾塔及氣體分離裝置組成的裝置完成，其特征在于蠟油及回?zé)捚?、C4烴采用單反應(yīng)器或雙反應(yīng)器制備催化裂解低碳烯烴；蠟油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)溫度550～650℃，劑油比9～12，反應(yīng)時間2.0～3.0秒；汽油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)溫度550～650℃，劑油比10～15，反應(yīng)時間2.0～3.0秒；將催化裂解的部分或全部油漿產(chǎn)物噴入安裝有軸向環(huán)形擋板的油漿-待生劑混合區(qū)，隨后進入再生器密相區(qū)燃燒放熱，用以加熱再生催化劑，從而解決蠟油催化裂解反應(yīng)焦炭產(chǎn)量無法滿足過程能量需求的問題。
【專利說明】蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及一種蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，尤其提供一種通過汽油、C4烴回?zé)挷⒔Y(jié)合再生補熱實現(xiàn)催化裂解增產(chǎn)低碳烯烴的方法?！颈尘凹夹g(shù)】
[0002]乙烯、丙烯等低碳烯烴是重要的基本有機化工原料，然而低我國碳烯烴的產(chǎn)量卻遠遠不能滿足需求，2009年的自給率僅為43%。增產(chǎn)低碳烯烴不僅關(guān)乎國民經(jīng)濟可持續(xù)發(fā)展，而且也蘊藏著巨大的經(jīng)濟效益和社會效益，具有重要的現(xiàn)實意義和長遠的戰(zhàn)略意義。
[0003]目前，全世界95%以上的乙烯和大約66%的丙烯采用管式爐蒸汽熱裂解工藝生產(chǎn)。但是蒸汽裂解工藝反應(yīng)需要高溫，對設(shè)備的要求高，能耗大，而且副產(chǎn)物(氫氣、甲烷、焦炭)收率高，丙烯收率較低。苛刻的反應(yīng)條件使爐管更容易結(jié)焦而縮短了燒焦周期，并且由于滲碳而使爐管容易損壞，因此很難再通過提高蒸汽熱裂解反應(yīng)的苛刻度來提高乙烯、丙烯收率。我國蒸汽熱裂解裝置的原料主要是石腦油，原料過于單一，而目前我國原油劣質(zhì)化和重質(zhì)化的趨勢日益嚴重，再加上國內(nèi)市場對汽油的需求量也很大，所以勢必會導(dǎo)致蒸汽熱裂解裝置因原料緊缺，生產(chǎn)成本增加，因此急需開發(fā)利用催化裂解增產(chǎn)低碳烯烴的工藝技術(shù)。
[0004]目前，利用催化裂解工藝生產(chǎn)低碳烯烴的技術(shù)路線已成為潮流。催化裂解是指在催化劑存在下進行的烴類裂解反應(yīng)，可以降低反應(yīng)溫度，提高產(chǎn)品收率和選擇性，同時具有原料適應(yīng)范圍廣、產(chǎn)品分布易于調(diào)整和能耗低等特點。目前，國內(nèi)外業(yè)內(nèi)人士從提高催化裂化反應(yīng)苛刻度等方面相繼開發(fā)了一系列增產(chǎn)低碳烯烴的成套技術(shù)，例如以提升管為反應(yīng)器的DCC工藝、CPP工藝、HCC工藝等以及以雙提升管為反應(yīng)器的MAX0FINTM工藝、PetroFCC工藝等。這些研究結(jié)果和專利技術(shù)大都是通過優(yōu)化反應(yīng)-再生裝備及催化劑達到增產(chǎn)的目的，雖然都取得了較好的效果。這些技術(shù)大多采用石蠟基的重質(zhì)原料，但存在著焦炭、干氣產(chǎn)率高，及低碳烯烴收率偏低等不足。
[0005]蠟油、汽油等輕質(zhì)餾分的氫含量高，含有大量的飽和份，殘?zhí)恐档陀?.0wt%，這些都是在催化裂解反應(yīng)條件下易于轉(zhuǎn)化為低碳烯烴的組分，因此，此類餾分可以稱為“催化裂解優(yōu)質(zhì)原料”。KBR公司的Superflex工藝采用煉油廠或乙烯裝置的混合C4或C5、輕質(zhì)裂化汽油及費托合成等工藝的低碳烯烴為原料實現(xiàn)多產(chǎn)低碳烯烴;MGD、TMP等技術(shù)通過汽油回?zé)挼姆绞皆霎a(chǎn)低碳烯烴。
[0006]與傳統(tǒng)催化裂化工藝比較，蠟油等輕質(zhì)原料催化裂解多產(chǎn)低碳烯烴工藝存在焦炭產(chǎn)率低、過程能量需求大的特點，從而導(dǎo)致反應(yīng)生焦無法滿足過程能量需求的問題。因此，需通過加熱或補熱方式實現(xiàn)催化裂解過程的能量平衡。中國專利申請?zhí)?00610076192.X及200510017540.1公布了一種利用廉價的煤做熱量來源實現(xiàn)催化裂解過程補熱的方法。該方法中，煤燃燒生成的灰分導(dǎo)致催化劑的稀釋與毒化，從而降低低碳烯烴選擇性。中國專利申請?zhí)?0124665.8公布了一種將油漿注入汽提段進而再生器中燃燒補熱的方法，該方法會導(dǎo)致油漿重組分汽提后在沉降器中冷凝生焦，影響轉(zhuǎn)置的長周期穩(wěn)定運行。中國專利申請?zhí)?00910082942.8公布了一種將石油烴原料通過氫燃燒加熱區(qū)與氫燃燒催化劑接觸燃燒補熱的方式。該方法會導(dǎo)致原料氫利用率的降低，增加焦炭產(chǎn)率。US6558531公布了一種將燃料油一段或多段注入提升管區(qū)域，同時含氧組分多段注入該提升管區(qū)域燃燒補熱的方法，該方法必然后導(dǎo)致部分低碳烯烴的消耗，同時影響裝置的安全運行。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0007]本發(fā)明的目的是提供一種蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法。結(jié)合汽油、C4烴回?zé)捈霸偕a熱技術(shù)實現(xiàn)蠟油催化裂解生產(chǎn)低碳烯烴，提高乙烯、丙烯收率，尤其是提高丙烯收率。
[0008]本發(fā)明所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，該方法包括:
[0009]采用催化裂解單反應(yīng)器或催化裂解雙反應(yīng)器完成蠟油與回?zé)捊M分的催化裂解反應(yīng)；單反應(yīng)器催化裂解時，回?zé)捚团cC4烴類一起從催化裂解反應(yīng)器擴徑段的底部進入擴徑段，蠟油從高于擴徑段底部的位置進入反應(yīng)器擴徑段；回?zé)挼拇呋呀馄宛s分可以是粗汽油全餾分、粗汽油輕餾分(終餾點< 80°c)或者是粗汽油重餾分(初餾點>80°C)，這些餾分是在分餾塔塔頂建立二級冷凝系統(tǒng)來獲取的。雙反應(yīng)器催化裂解時，回?zé)捚瓦M入汽油催化裂解反應(yīng)器，C4烴類進入蠟油催化裂解反應(yīng)器。
[0010]雙反應(yīng)器時，在再生器旁設(shè)置提升管反應(yīng)器作為蠟油及C4原料的反應(yīng)區(qū)，使蠟油及C4原料與來自再生器的再生催化劑在該提升管反應(yīng)器中接觸，并發(fā)生催化裂解反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣與催化劑分離后引 出反應(yīng)系統(tǒng)，分離后的催化劑經(jīng)再生器燒焦再生而循環(huán)使用。
[0011]在再生器旁另設(shè)汽油催化裂解反應(yīng)器作為回?zé)捚偷姆磻?yīng)區(qū)，來自再生器的再生催化劑從反應(yīng)器底部引入該反應(yīng)器，使汽油原料在提升氣體作用下向上流動的同時與底部引入的再生催化劑接觸，并使該原料與再生催化劑共同上升，完成催化裂解反應(yīng)，反應(yīng)后的油氣與催化劑分離后引出反應(yīng)系統(tǒng)，分離后的催化劑經(jīng)再生器燒焦再生而循環(huán)使用；蠟油反應(yīng)器和汽油反應(yīng)器的出口端可分別與一油氣分離器連通，或者，提升管反應(yīng)器和汽油反應(yīng)器的出口端相連通后再連通到同一個油氣分離器中。
[0012]本發(fā)明提供的利用蠟油催化裂解增產(chǎn)低碳烯烴方法，蠟油反應(yīng)器進料采用擴徑段進料，擴徑段的高度為提升管總高度的2~10%，即約為f 2米，蠟油噴嘴位于回?zé)捊M分進料口上方。擴徑段內(nèi)流速為0.5飛米/秒，擴徑段內(nèi)存在著強返混作用，實現(xiàn)各股反應(yīng)原料的充分汽化及與催化劑的充分接觸，從而為后續(xù)提升管反應(yīng)器中充分發(fā)揮催化劑的催化效果
奠定基礎(chǔ)。
[0013]蠟油及汽油等輕質(zhì)原料具有氫含量高，含有大量的飽和餾分，在催化裂解反應(yīng)條件下易于轉(zhuǎn)化的特點，本發(fā)明采用蠟油提升管反應(yīng)器的反應(yīng)條件優(yōu)選為:反應(yīng)溫度550~650°C，劑油比9~12 (催化劑與油料的重量比)，反應(yīng)時間2.0-3.0秒，原料預(yù)熱溫度10(T30(TC。汽油提升管反應(yīng)器的反應(yīng)條件優(yōu)選為:反應(yīng)溫度550~650°C，劑油比10-?5(催化劑與油料的重量比)，反應(yīng)時間2.0-3.0秒，原料預(yù)熱溫度10(T30(TC。
[0014]本發(fā)明提供的利用蠟油催化裂解增產(chǎn)低碳烯烴方法，與目前工業(yè)應(yīng)用的催化裂化技術(shù)相比，存在反應(yīng)焦炭產(chǎn)量燃燒放熱不足以滿足催化裂解能量需求的問題。為此，本發(fā)明提出將催化裂解的部分或全部油漿產(chǎn)物噴入再生器的油漿-待生劑混合區(qū)燃燒放熱的方法。[0015]經(jīng)過汽提段汽提回收夾帶油氣后待生催化劑通過調(diào)節(jié)閥控制流量后，沿立管進入油漿-待生劑混合區(qū)。油漿-待生劑混合區(qū)位于再生器底部，安裝環(huán)形擋板，實現(xiàn)與底部的再生催化劑的分開。油漿-待生劑混合區(qū)需通入約10-50%的再生空氣以實現(xiàn)油漿與待生催化劑的充分混合，混合后的催化劑在空氣提升作用下沿再生器底部的混合區(qū)向上運動進入再生器的燃燒密相區(qū)。剩余50、0%的再生空氣通過主風(fēng)分布系統(tǒng)進入燃燒密相區(qū)，實現(xiàn)焦炭及油漿的充分燃燒放熱。高低并列式催化裂解裝置的再生器需作進一步調(diào)整，將待生劑斜管延伸至再生器中心部位，末端安裝一段立管，并延伸進入油漿-待生劑混合區(qū)。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0016]圖1為本發(fā)明實施例1的工藝流程示意圖。
[0017]圖2為本發(fā)明實施例2的工藝流程示意圖。
【具體實施方式】
[0018]實施例1
[0019] 參見圖1的流程，在蠟油催化裂解反應(yīng)裝置的催化劑再生器5(本發(fā)明是以沉降器與再生器同軸設(shè)置的同軸式裝置為例，生產(chǎn)中也可以采用沉降器在提升管反應(yīng)器上部但與再生器平行設(shè)置的高低并列式裝置，二者均為本領(lǐng)域的常規(guī)結(jié)構(gòu))旁邊設(shè)置提升管反應(yīng)器2，催化劑再生器5中的一部分高溫再生催化劑通過催化劑輸送管6和其上的再生催化劑滑閥7進入提升管反應(yīng)器2并在提升氣體8的提升作用下向上流動。催化裂解進料區(qū)為一高為廣2米的擴徑段1，回?zé)挼钠图癈4組分9通過進料霧化系統(tǒng)進入擴徑段I的底部，蠟油原料10從擴徑段中、上部斜向上注入，角度30-60°。擴徑段內(nèi)維持氣速為0.5飛米/秒，為快速床流化床形式，形成原料與催化劑的強返混，實現(xiàn)原料與催化劑的充分混合接觸。通過調(diào)節(jié)原料預(yù)熱溫度為10(T300°C和再生催化劑滑閥7開度，控制進入提升管反應(yīng)器2前的再生催化劑溫度為68(T750°C，使提升管反應(yīng)器2內(nèi)的油氣在反應(yīng)溫度55(T650°C，劑油重量比9~12，反應(yīng)時間2.0-3.0s的條件下完成反應(yīng)。反應(yīng)后的催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離系統(tǒng)11 (氣固快速分離器，也稱油氣分離器，以下實施例相同)、沉降器3和頂旋12分離后油氣引出催化裂化反應(yīng)系統(tǒng)(裝置)，而催化劑進入汽提段4進行汽提，后經(jīng)過催化劑導(dǎo)入管13進入催化劑再生器的油漿-待生劑混合區(qū)14。油漿-待生劑混合區(qū)14軸向安裝有環(huán)狀擋板，保證待生催化劑與再生催化劑的分離。在油漿-待生劑混合區(qū)內(nèi)，提供補熱、加熱的回?zé)捰?3通過多個噴嘴15均勻噴入，以保證噴入的回?zé)捰驮诖呋瘎┥暇鶆驕囟?，從而避免再生過程中局部燃燒放熱過多致使催化劑飛溫?zé)Y(jié)。約為10-50%的再生空氣16通過油漿-待生劑混合區(qū)進入再生器，使待生催化劑混合均勻，同時將混合后的待生催化劑提升至再生密相區(qū)。其余的再生空氣通過主風(fēng)分布系統(tǒng)17進入再生器，實現(xiàn)待生催化劑上焦炭的燃燒放熱。
[0020]從沉降器3頂部引出的溫度為450~600°C的油氣32進入設(shè)在分餾塔18下部的催化劑洗滌脫過熱段的下部，與從原催化裂解裝置引來的經(jīng)過換熱的油漿22在催化劑洗滌脫過熱段內(nèi)進行催化劑粉末的洗滌并進行換熱，油漿22從催化劑洗滌脫過熱段的上部引入。然后油漿22從分餾塔底部經(jīng)過油漿泵19引出而進入油漿蒸汽發(fā)生器20而回收高溫?zé)崃浚龠M入換熱器21換熱，部分油漿返回原催化裂解裝置的提升管反應(yīng)器，控制油漿泵19前的油漿溫度為280~350°C。在分餾塔18的中部設(shè)立柴油餾分的抽出線，由柴油泵24抽出柴油餾分25。在分餾塔18的頂部設(shè)立油氣冷凝器26和油氣分離罐27，以分離出富氣29和粗汽油餾分28，富氣29可進入富氣壓縮機入口，一部分粗汽油餾分31返回分餾塔18頂部作為塔頂回流，剩余部分粗汽油餾分30進入原催化裂化裝置的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。經(jīng)過吸收穩(wěn)定后的氣體產(chǎn)物進一步進入氣體分離系統(tǒng)，分離出乙烯，丙烯等低碳烯烴，同時獲得C4烴組分，單獨/與部分回?zé)挼钠蛷脑先肟?9處返回催化裂解提升管反應(yīng)器；此部分的吸收穩(wěn)定及氣體分離裝置可參閱相關(guān)書籍及專利。
[0021]實施例2
[0022]參見圖2的流程，在蠟油催化裂解反應(yīng)裝置的催化劑再生器5(本發(fā)明是以沉降器與再生器并列設(shè)置的高低并列式裝置為例，生產(chǎn)中也可以采用沉降器與再生器同軸設(shè)置，二者均為本領(lǐng)域的常規(guī)結(jié)構(gòu))旁邊設(shè)置蠟油提升管反應(yīng)器2，催化劑再生器5中的一部分高溫再生催化劑通過催化劑輸送管6和其上的再生催化劑滑閥7進入提升管反應(yīng)器2并在提升氣體8的提升作用下向上流動。催化裂解進料區(qū)為一高為廣2米的擴徑段1，回?zé)挼腃4組分9通過進料霧化系統(tǒng)進入擴徑段I的底部，蠟油原料10從擴徑段中、上部斜向上注入，角度為30-60°。擴徑段內(nèi)氣速為0.5^5米/秒，為快速床流化床形式，形成原料與催化劑的強返混，實現(xiàn)原料與催化劑的充分混合接觸。通過調(diào)節(jié)蠟油原料預(yù)熱溫度為10(T300°C和再生催化劑滑閥7開度，控制進入提升管反應(yīng)器2前的再生催化劑溫度為68(T750°C，使提升管反應(yīng)器2內(nèi)的油氣在反應(yīng)溫度55(T650°C，劑油比9~12，反應(yīng)時間2.0^3.0s的條件下完成反應(yīng)。反應(yīng)后的催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離系統(tǒng)11 (氣固快速分離器，也稱油氣分離器，以下實施例相同)、沉降器3和頂旋12分離后油氣引出催化裂化反應(yīng)系統(tǒng)(裝置)，而催化劑進入汽提段4進行汽提，通過待生催化劑輸送管道上滑閥37后經(jīng)催化劑導(dǎo)入管13進入催化劑再生器的油漿-待生劑混合區(qū)14。
[0023]回?zé)挼钠徒M分30通過進料霧化系統(tǒng)33進入汽油催化裂解反應(yīng)器35的底部，斜向上注入，角度為30飛0°。調(diào)整再生催化劑滑閥34開度控制進入提升管反應(yīng)器35前的再生催化劑溫度為68(T750°C，使提升管反應(yīng)器35內(nèi)的油氣在反應(yīng)溫度55(T650°C，劑油比10-15，反應(yīng)時間2.0-3.0s的條件下完成反應(yīng)。反應(yīng)后的催化劑和油氣經(jīng)過油氣分離系統(tǒng)、沉降器32和頂旋分離后油氣引出催化裂化反應(yīng)系統(tǒng)(裝置)，而催化劑進入汽提段進行汽提，通過待生催化劑輸送管道上滑閥36后經(jīng)催化劑導(dǎo)入管13進入催化劑再生器的油漿-待生劑混合區(qū)14。
[0024]油漿-待生劑混合區(qū)14軸向安裝有環(huán)狀擋板，保證待生催化劑與再生催化劑的分離。在油漿-待生劑混合區(qū)內(nèi)，提供補熱、加熱的回?zé)捰?3通過多個噴嘴15均勻噴入，以保證噴入的回?zé)捰驮诖鷦┥暇鶆驕囟?，從而避免再生過程中局部燃燒放熱過多致使催化劑飛溫?zé)Y(jié)。約為10-50%的再生空氣16通過油漿-待生劑混合區(qū)進入再生器，使待生劑混合均勻，同時將混合后的待生劑提升至再生密相區(qū)。其余的再生空氣通過主風(fēng)分布系統(tǒng)17進入再生器，實現(xiàn)待生催化劑上焦炭的燃燒放熱。
[0025]從沉降器3頂部和沉降器32頂部引出的高溫油氣匯合成一股溫度為450~600°C的油氣36進入設(shè)在分餾塔18下部的催化劑洗滌脫過熱段的下部，與從原催化裂解裝置引來的經(jīng)過換熱的油漿22在催化劑洗滌脫過熱段內(nèi)進行催化劑粉末的洗滌并進行換熱，油漿22從催化劑洗滌脫過熱段的上部引入。然后油漿22從分餾塔底部經(jīng)過油漿泵19引出而進入油漿蒸汽發(fā)生器20而回收高溫?zé)崃浚龠M入換熱器21換熱，部分油漿返回原催化裂解裝置的提升管反應(yīng)器。在分餾塔18的中部設(shè)立柴油餾分的抽出線，由柴油泵24抽出柴油餾分25，控制柴油抽出溫度為220~250°C。在分餾塔18的頂部設(shè)立油氣冷凝器26和油氣分離罐27，以分離出富氣29和粗汽油餾分28，富氣29可進入富氣壓縮機入口，一部分粗汽油餾分31返回分餾塔18頂部作為塔頂回流，剩余部分粗汽油餾分30進入原催化裂化裝置的吸收穩(wěn)定系統(tǒng)。經(jīng)過吸收穩(wěn)定后的氣體產(chǎn)物可進一步進入氣體分離系統(tǒng)，分離出乙烯，丙烯等低碳烯烴，同時獲得C4烴組分，從原料入口 9處返回催化裂解提升管反應(yīng)器；此部分的吸收穩(wěn)定及氣體分離裝置可參閱相關(guān)書`籍及專利。
【權(quán)利要求】
1.一種蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，該方法由至少包括催化劑再生器、沉降器、提升管反應(yīng)器，分餾塔及氣體分離裝置組成的裝置完成，其特征在于:蠟油及回?zé)捚?、C4烴采用單反應(yīng)器或雙反應(yīng)器制備催化裂解低碳烯烴； 采用單反應(yīng)器時，回?zé)捚团c回?zé)扖4烴一起從提升管反應(yīng)器擴徑段下部進入擴徑段，而蠟油進料口為擴徑段的中上部； 采用雙反應(yīng)器時，回?zé)捚瓦M入獨立的反應(yīng)器進行催化裂解反應(yīng)；C4烴從蠟油反應(yīng)器擴徑段下部進入擴徑段，蠟油進料口為擴徑段的中上部； 蠟油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為:反應(yīng)溫度550-650°C，劑油比擴12，反應(yīng)時間2.0~3.0 秒； 汽油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)條件為:反應(yīng)溫度550-650°C，劑油比10-15，反應(yīng)時間2.0~3.0 秒。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:蠟油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)溫度580-620°C，劑油比9~12，反應(yīng)時間2.0-3.0秒； 汽油催化裂解反應(yīng)器的反應(yīng)溫度580-620°C，劑油比10~15，反應(yīng)時間2.0-3.0秒。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:蠟油反應(yīng)器擴徑段的高度為提升管總高度的2~10%，擴徑段內(nèi)流動速度為0.5飛米/秒。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:回?zé)挼钠宛s分是粗汽油全餾分、終餾點< 80°C的粗汽油輕餾分或者是初餾點>80°C的粗汽油重餾分，這些餾分是在分餾塔塔頂建立二級冷凝系統(tǒng)來獲取的。
5.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:采用雙反應(yīng)器時，來自蠟油反應(yīng)區(qū)的物料與來自汽油反應(yīng)區(qū)的物料分別利用油氣分離機構(gòu)實現(xiàn)反應(yīng)油氣與催化劑的分離；或者使所述來自二個反應(yīng)區(qū)的物料在匯合后利用一個油氣分離機構(gòu)實現(xiàn)反應(yīng)油氣與催化劑的分離。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:雙反應(yīng)器操作時，所述催化劑再生器分別與蠟油管反應(yīng)器底部、汽油提升管反應(yīng)器底部連通，且各催化劑輸送管中均設(shè)置用于控制再生催化劑流量的滑閥；反應(yīng)器的出口端均與沉降器中的油氣分離器連通。
7.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:通過將油漿噴入再生器中燃燒放熱保持催化劑再生溫度。
8.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:待生催化劑通過調(diào)節(jié)閥控制流量后，沿立管進入油漿-待生劑混合區(qū)，油漿-待生劑混合區(qū)位于再生器底部，軸向安裝環(huán)形擋板結(jié)構(gòu)，實現(xiàn)與底部的再生催化劑的分隔。
9.根據(jù)權(quán)利要求1所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:再生器中待生劑斜管需延伸至再生器中心部位，末端安裝一段立管，并延伸進入油漿-待生劑混合區(qū)。
10.根據(jù)權(quán)利要求9所述的蠟油催化裂解制備低碳烯烴的方法，其特征在于:油漿-待生劑混合區(qū)需通入10-50%再生空氣實現(xiàn)油漿與待生催化劑的充分混合，其余再生空氣進入主風(fēng)分布系統(tǒng)。
【文檔編號】C07C11/06GK103571530SQ201210273282
【公開日】2014年2月12日 申請日期:2012年8月2日 優(yōu)先權(quán)日:2012年8月2日
【發(fā)明者】馬安, 張兆前, 白躍華, 王剛, 高金森, 畢研濤, 周華群, 李瀟, 胡雪生 申請人:中國石油天然氣股份有限公司