一種催化裂化方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種催化裂化方法。采用兩個(gè)可多點(diǎn)進(jìn)料的下行管反應(yīng)器分別進(jìn)行重油催化裂化和輕烴催化改質(zhì)；兩股反應(yīng)物流進(jìn)入一個(gè)沉降器分別由不同的旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離；混合待生劑經(jīng)汽提后進(jìn)入一個(gè)多點(diǎn)進(jìn)風(fēng)的提升管再生器與一股再生催化劑混合并進(jìn)行燒焦再生，生成的半再生催化劑進(jìn)入一個(gè)湍動床再生器進(jìn)一步燒焦再生；再生催化劑返回兩個(gè)反應(yīng)器循環(huán)使用；重油反應(yīng)油氣和輕烴反應(yīng)油氣分別由各自專用的分餾塔進(jìn)行分餾。本發(fā)明可改善催化裂化產(chǎn)品分布，提高輕油收率，降低裂化氣和焦炭產(chǎn)率；還可生產(chǎn)低烯烴含量催化汽油和高十六烷值催化柴油；并提高燒焦效率，減緩催化劑水熱失活。
【專利說明】一種催化裂化方法
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明屬于在不存在氫的情況下烴油的催化裂化領(lǐng)域，特別涉及一種催化裂化方法。
【背景技術(shù)】
[0002]目前，石油化工行業(yè)催化裂化工藝所使用的裝置雖然多種多樣，但其反應(yīng)再生系統(tǒng)的工藝形式卻基本一致，絕大多數(shù)采用單個(gè)提升管反應(yīng)器(或者單個(gè)提升管與快速床相結(jié)合的兩段式反應(yīng)器)和湍動床再生器(或者湍動床與快速床相結(jié)合的兩段式再生器)。催化劑與原料油在提升管底部接觸混合后沿提升管上行反應(yīng)，反應(yīng)物流自提升管頂部出口進(jìn)入沉降器進(jìn)行反應(yīng)油氣與催化劑的分離；分離出的待生催化劑經(jīng)汽提段一段常規(guī)汽提后進(jìn)入再生器燒焦再生；再生催化劑返回提升管底部循環(huán)使用。在上述常規(guī)催化裂化裝置中，存在以下幾方面的缺點(diǎn):第一，再生催化劑溫度一般較高，提升管反應(yīng)器中油劑接觸溫度也較高，較高的油劑接觸溫度使熱裂化反應(yīng)進(jìn)行的程度較高，而催化裂化反應(yīng)的程度較低，導(dǎo)致干氣和焦炭產(chǎn)率較高、總液體收率較低(總液體收率指液化氣產(chǎn)率、汽油產(chǎn)率和柴油產(chǎn)率之和)；由于較高的再生催化劑溫度，受裝置熱平衡限制，使重油提升管反應(yīng)器的劑油比相對較小，一般為5~8 (提升管反應(yīng)器的劑油比為提升管反應(yīng)器內(nèi)催化劑的重量循環(huán)量與重油提升管反應(yīng)器進(jìn)料的重量流量之比)，從而使單位重量的原料油所接觸到的活性中心數(shù)較少，這也抑制了催化裂化反應(yīng)的進(jìn)行。第二，由于提升管式反應(yīng)器的長度決定了原料的反應(yīng)時(shí)間較長(一般在4s左右)，較長的反應(yīng)時(shí)間在提高原料單程轉(zhuǎn)化率的同時(shí)也加劇了原料裂化生成物的二次反應(yīng)，使裂化氣(干氣、液化氣產(chǎn)率之和)產(chǎn)率較高，汽、柴油餾分收率較低，同時(shí)催化柴油十六烷值較低，不適于作為車用燃料。第三，由于提升管式反應(yīng)器中催化劑逆重力場向上運(yùn)動造成結(jié)炭催化劑的滑落和返混，在提升管式反應(yīng)器原料噴嘴上部，滑落的結(jié)炭催化劑與霧化原料和一次裂化生成物再次接觸反應(yīng)，從而惡化了產(chǎn)品分布，降低了催化劑對原料裂化的·產(chǎn)品選擇性。第四，由于湍動床再生器燒焦強(qiáng)度相對較低，使再生器的催化劑藏量較高并且催化劑在再生器停留時(shí)間較長導(dǎo)致催化劑水熱失活較為嚴(yán)重。第五，催化汽油無法進(jìn)行單獨(dú)改質(zhì)，品質(zhì)較低。
[0003]中國專利申請CN1710029A公開了一種催化裂化方法，其主要特征是:采用雙提升管催化裂化裝置，對催化汽油進(jìn)行單獨(dú)改質(zhì)并利用雙提升管催化裂化裝置的技術(shù)優(yōu)勢，將部分或全部剩余活性較高(相當(dāng)于再生劑活性的90%)、溫度較低(500°C左右)且經(jīng)過汽提的輕烴提升管待生催化劑返回重油提升管底部設(shè)置的催化劑混合器，在催化劑混合器中與來自再生器的再生催化劑混合后一起進(jìn)入重油提升管與重油接觸反應(yīng)。由于對催化汽油進(jìn)行單獨(dú)改質(zhì)，汽油性質(zhì)大大改善；同時(shí)由于混合器中兩股催化劑的熱交換作用使混合催化劑的溫度較低，實(shí)現(xiàn)了油劑“低溫接觸，大劑油比”操作，從而有效降低裝置的干氣、焦炭產(chǎn)率，提高總液體收率。但該技術(shù)存在以下幾點(diǎn)不足:第一，采用輕烴提升管待生催化劑與再生催化劑混合降溫的措施導(dǎo)致該技術(shù)降低提升管油劑接觸溫度和提高劑油比的優(yōu)勢僅能體現(xiàn)于具有兩根以上提升管的催化裂化裝置；第二，由于該技術(shù)采用的催化裂化反應(yīng)器為傳統(tǒng)的提升管式反應(yīng)器，仍表現(xiàn)出由于反應(yīng)時(shí)間較長和催化劑返混導(dǎo)致產(chǎn)品分布相對較差；第三，由于該技術(shù)采用傳統(tǒng)的湍動床再生器而存在燒焦效率低的不足；第四，由于采用常規(guī)的汽提方式，催化劑循環(huán)量的提高對汽提效果產(chǎn)生不利影響。
[0004]中國專利申請CN1210762A公開了一種分子篩催化劑高效再生催化裂化工藝技術(shù)，其主要特征是:待生催化劑經(jīng)一級提升管再生器再生后進(jìn)入外置旋風(fēng)分離器組與煙氣分離，然后半再生催化劑經(jīng)料腿進(jìn)入二級提升管再生器繼續(xù)進(jìn)行再生，再生催化劑經(jīng)二級提升管再生器外置旋風(fēng)分離器組料腿進(jìn)入外取熱器取熱，最后再生催化劑經(jīng)外取熱器底部斜管進(jìn)入提升管反應(yīng)器。該技術(shù)燒焦時(shí)間控制在10秒以內(nèi)，燒焦強(qiáng)度(單位時(shí)間內(nèi)單位催化劑藏量的燒碳量)是現(xiàn)有技術(shù)的10倍左右。并且能有效降低油劑接觸溫度，提高劑油t匕。但該技術(shù)存在以下幾點(diǎn)不足:第一，因采用傳統(tǒng)的提升管式反應(yīng)器無法實(shí)現(xiàn)原料短反應(yīng)時(shí)間和克服催化劑返混。第二，工藝過程及操作復(fù)雜，工程上難以實(shí)施。第三，采用單反應(yīng)器而無法實(shí)現(xiàn)對催化汽油的單獨(dú)改質(zhì)。
[0005]中國專利申請CN2169473A公開了一種催化裂化提升管再生器技術(shù)，其主要特征是:在提升管再生器上設(shè)有多段空氣進(jìn)氣口進(jìn)行待生催化劑再生。該技術(shù)強(qiáng)化了待生催化劑的燒焦再生過程，同時(shí)避免了提升管入口處由于大量冷空氣引入導(dǎo)致催化劑溫度過低而發(fā)生焦炭不起燃的現(xiàn)象，其結(jié)構(gòu)簡單，操作方便。但尚未涉及反應(yīng)部分的技術(shù)措施。
[0006]美國專利US5，462，652公開了的一種催化裂化技術(shù)，其主要特征是:第一，通過與待生催化劑混合的方法降低再生催化劑的溫度；反應(yīng)沉降器稀相段設(shè)置催化劑混合罐，來自再生器的再生催化劑與經(jīng)汽提的待生催化劑在其中混合換熱后向下進(jìn)入反應(yīng)沉降器；第二，采用與傳統(tǒng)提升管反應(yīng)器不同的油劑接觸方式，催化劑與原料的反應(yīng)以及待生催化劑的汽提均在反應(yīng)沉降器中進(jìn)行，催化劑由設(shè)在反應(yīng)沉降器頂部的混合催化劑室中心開口在重力作用下向下流動，噴嘴的原料噴射方向與催化劑流動方向成90°夾角，原料油與催化劑接觸后攜帶催化劑沿水平方向高速運(yùn)動并發(fā)生反應(yīng)，之后反應(yīng)物流進(jìn)入反應(yīng)沉降器外掛旋風(fēng)分離器進(jìn)行反應(yīng)油氣與催化劑的分離。由于以上特征，該技術(shù)實(shí)現(xiàn)了油劑“低溫接觸，大劑油比”操作，同時(shí)在一定程度上縮短了反應(yīng)時(shí)間，克服了催化劑的返混，使產(chǎn)品分布得到改善。但該技術(shù)也存在以下幾點(diǎn)不足--第一，由于采用常規(guī)湍動床再生器，其燒焦效率較低。第二，待生催化劑參與反應(yīng)，降低了混合催化劑的平均活性，也勢必對產(chǎn)品分布和產(chǎn)品性質(zhì)帶來不利影響。第三，工藝過程及操作較為復(fù)雜。第四，采用單個(gè)反應(yīng)器而無法實(shí)現(xiàn)對汽油的單獨(dú)改質(zhì)。
[0007]美國專利US4，514，285公開了一種催化裂化工藝，其主要特征是:第一，采用與傳統(tǒng)提升管反應(yīng)器不同的油劑接觸與分離方式，再生催化劑自再生沉降器底部出口向下進(jìn)入管式反應(yīng)器，在重力的作用下沿下行管反應(yīng)器向下流動，沿下行管反應(yīng)器軸向在不同的水平高度上設(shè)置了若干層原料噴嘴，噴嘴的原料噴射方向傾斜向下，不同的原料根據(jù)不同的反應(yīng)需要從不同高度的噴嘴進(jìn)入下行管反應(yīng)器與再生催化劑接觸混合并沿下行管反應(yīng)器下行進(jìn)行反應(yīng)；反應(yīng)物流從下行管反應(yīng)器底部出口進(jìn)入反應(yīng)沉降器，大部分催化劑在重力的作用下繼續(xù)下行直至進(jìn)入密相段，反應(yīng)油氣則由于流通截面積的迅速擴(kuò)大而大幅降低了流動線速，夾帶著少量的催化劑進(jìn)入旋風(fēng)分離器進(jìn)行進(jìn)一步分離；第二，采用提升管再生器，待生催化劑經(jīng)兩段汽提后向下進(jìn)入待生催化劑輸送管，并在主風(fēng)的輸送作用下進(jìn)入提升管再生器進(jìn)行燒焦再生；再生后的催化劑與煙氣一起經(jīng)設(shè)在提升管再生器頂部的慣性分離器出口向下進(jìn)入再生沉降器進(jìn)行初步分離，其分離原理與反應(yīng)油氣和待生催化劑的分離過程相同。由于以上特征，該技術(shù)在一定程度上縮短了反應(yīng)時(shí)間，并可以實(shí)現(xiàn)對反應(yīng)時(shí)間的靈活控制，同時(shí)克服了催化劑的返混，使產(chǎn)品分布得到改善，此外還提高了再生效率。但該技術(shù)仍存在以下幾點(diǎn)不足:第一，下行管反應(yīng)器末端所采用的慣性分離器油劑分離不徹底，部分油氣反應(yīng)時(shí)間較長。第二，采用單個(gè)反應(yīng)器而無法實(shí)現(xiàn)對汽油的單獨(dú)改質(zhì)。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0008]本發(fā)明提供一種適用于加工殘?zhí)啃∮?.5重量％的催化裂化方法，以克服現(xiàn)有催化裂化工藝所存在的再生催化劑與原料油接觸溫度較高、劑油比較低、反應(yīng)時(shí)間過長、反應(yīng)器內(nèi)催化劑返混嚴(yán)重、再生效率較低、催化汽油無法進(jìn)行單獨(dú)改質(zhì)等缺點(diǎn)。
[0009]本發(fā)明提供一種催化裂化方法，其特征在于包括下述步驟:
[0010]I)重油原料在重油下行管反應(yīng)器內(nèi)與來自湍動床再生器的再生催化劑接觸并反應(yīng)，重油反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器進(jìn)行氣固分離，分離出的重油反應(yīng)油氣進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔，重油待生催化劑進(jìn)入步驟3)；
[0011]2)輕烴原料在輕烴下行管反應(yīng)器內(nèi)與來自湍動床再生器的再生催化劑接觸并反應(yīng)，輕烴反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器進(jìn)行氣固分離，分離出的輕烴反應(yīng)油氣進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔，輕烴待生催化劑進(jìn)入步驟3)；
[0012]3)重油待生催化劑和輕烴待生催化劑混合后進(jìn)入汽提段進(jìn)行汽提，經(jīng)過汽提的混合待生催化劑進(jìn)入提升管再 生器和湍動床再生器的底部，與由湍動床再生器引入的再生催化劑混合后，沿提升管再生器上行進(jìn)行燒焦再生，之后再進(jìn)入湍動床再生器進(jìn)行燒焦再生，再生后循環(huán)使用。
[0013]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的來自湍動床再生器的再生催化劑向下經(jīng)重油反應(yīng)器催化劑輸送管進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器，由催化劑分布板進(jìn)行整流后再與重油原料接觸。
[0014]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的來自湍動床再生器的再生催化劑向下經(jīng)輕烴反應(yīng)器催化劑輸送管進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器，由催化劑分布板進(jìn)行整流后再與輕烴原料接觸。
[0015]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油原料經(jīng)傾斜向下設(shè)置的重油原料噴嘴進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器與來自湍動床再生器的再生催化劑接觸并反應(yīng)。
[0016]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的輕烴原料經(jīng)傾斜向下設(shè)置的輕烴原料噴嘴進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器與來自湍動床再生器的再生催化劑接觸并反應(yīng)。
[0017]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油原料為I~5種。
[0018]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的輕烴原料為I~5種。
[0019]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油原料，不同種類的可以根據(jù)反應(yīng)需要，從設(shè)置在重油下行管反應(yīng)器軸向不同高度的重油原料噴嘴進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器。
[0020]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的輕烴原料，不同種類的可以根據(jù)反應(yīng)需要，從設(shè)置在輕烴下行管反應(yīng)器軸向不同高度的輕烴原料噴嘴進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器。
[0021]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油反應(yīng)物流從重油下行管反應(yīng)器依次直接進(jìn)入位于沉降器內(nèi)的重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器和重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離，輕烴反應(yīng)物流從輕烴下行管反應(yīng)器依次直接進(jìn)入位于沉降器內(nèi)的輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器和輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離。
[0022]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油待生催化劑和輕烴待生催化劑分別經(jīng)各旋風(fēng)分離器料腿進(jìn)入汽提段進(jìn)行混合，同時(shí)用水蒸汽進(jìn)行汽提。
[0023]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的由重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的重油待生催化劑經(jīng)設(shè)在重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器下方的預(yù)汽提器預(yù)汽提后經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段，由輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的輕烴待生催化劑經(jīng)設(shè)在輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器下方的預(yù)汽提器預(yù)汽提后經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段，由重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器分離出的待生催化劑和由輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器分離出的待生催化劑分別經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段，上述幾股待生催化劑在汽提段進(jìn)行混合后用水蒸汽進(jìn)行汽提。
[0024]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的混合待生催化劑在被汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流分為兩部分，一部分經(jīng)重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器出口管道與重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離，另一部分經(jīng)輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器出口管道與輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離。
[0025]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的由重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的重油待生催化劑在預(yù)汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流與重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的氣相物流混合后經(jīng)連接管道進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離，由輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的輕烴待生催化劑在預(yù)汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流與輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器分離出的氣相物流混合后經(jīng)連接管道進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離。
[0026]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油反應(yīng)油氣和一部分被汽提出的烴類油氣作為重油反應(yīng)油 氣分餾塔進(jìn)料經(jīng)重油反應(yīng)集氣室和重油反應(yīng)油氣管線進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾。
[0027]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的輕烴反應(yīng)油氣和另一部分被汽提出的烴類油氣作為輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料經(jīng)輕烴反應(yīng)集氣室和輕烴反應(yīng)油氣管線進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾。
[0028]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的經(jīng)過汽提的混合待生催化劑向下經(jīng)待生催化劑輸送管進(jìn)入提升管再生器底部，與經(jīng)再生催化劑循環(huán)管進(jìn)入提升管再生器底部的再生催化劑混合后沿提升管再生器上行并進(jìn)行燒焦再生。
[0029]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的提升管再生器燒焦所需的空氣從設(shè)置在其底部的空氣分布器和設(shè)置在其軸向不同高度的器壁上的2~6層空氣入口分路進(jìn)入，其中，占進(jìn)入提升管再生器空氣總量20%~50%的空氣從空氣分布器進(jìn)入，其余的空氣從2~6層空氣入口進(jìn)入，各層空氣入口的進(jìn)氣量可以靈活分配。
[0030]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的提升管再生器(2)燒去50%以上沉積在混合待生催化劑上的焦炭。
[0031]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的提升管再生器生成的半再生催化劑和再生煙氣一起經(jīng)提升管再生器出口向下進(jìn)入慣性分離器進(jìn)行氣固分離，分離出的半再生催化劑向下進(jìn)入湍動床再生器密相段與經(jīng)空氣分布器進(jìn)入湍動床再生器的空氣接觸進(jìn)一步燒焦再生。
[0032]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的提升管再生器的再生煙氣和湍動床再生器的再生煙氣及其夾帶的少量催化劑顆粒依次經(jīng)再生器一級旋風(fēng)分離器和再生器二級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離，分離出的催化劑顆粒經(jīng)再生器各旋風(fēng)分離器的料腿返回湍動床再生器密相段，分離出的混合煙氣經(jīng)煙氣集氣室和煙氣管線進(jìn)入煙氣能量回收系統(tǒng)。
[0033]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:從湍動床再生器進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器、輕烴下行管反應(yīng)器和提升管再生器的再生催化劑的流量，以及從汽提段進(jìn)入提升管再生器的待生催化劑的流量均可以通過流量調(diào)節(jié)閥控制。
[0034]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的重油下行管反應(yīng)器的操作條件為，反應(yīng)溫度460~550°C，反應(yīng)時(shí)間0.2~1.6s，劑油比5~30，催化劑活性58~75 ;輕烴下行管反應(yīng)器的操作條件為，反應(yīng)溫度450~600°C，反應(yīng)時(shí)間0.2~2.5s，劑油比3~35，催化劑活性58 ~75。
[0035]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的沉降器的操作條件為，稀相溫度450~580 0C ;頂部絕對壓力0.20~0.50MPa。
[0036]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的提升管再生器的操作條件為，入口溫度500~600°C，出口溫度560~660°C，平均氣體線速1.5~10.0m/s,燒焦強(qiáng)度300~1500kg/(t.h)，燒焦時(shí)間 5 ~40s。
[0037]本發(fā)明進(jìn)一步技術(shù)特征在于:所述的湍動床再生器的操作條件為，再生溫度580~680°C，燒焦強(qiáng)度O~120kg/(t *h)，燒焦時(shí)間L O~4.0min，頂部絕對壓力0.10~
0.40Mpao
[0038]與現(xiàn)有催化裂化技術(shù)相比，本發(fā)明具有以下的有益效果:`[0039]I)由于采用油劑接觸反應(yīng)時(shí)間較短的下行管反應(yīng)器，可以有效減少二次反應(yīng)，控制轉(zhuǎn)化深度，并克服催化劑返混對裂化反應(yīng)帶來的不利影響，顯著降低裂化氣和焦炭產(chǎn)率并降低裝置能耗，大幅提高輕質(zhì)油收率和催化柴油的十六烷值；同時(shí)，多點(diǎn)進(jìn)料方式可更靈活控制反應(yīng)條件。
[0040]2)由于采用提升管再生器與湍動床再生器相結(jié)合使用的方法，既可以提高燒焦強(qiáng)度和燒焦效率，又可以保證再生效果，從而縮短催化劑在再生器內(nèi)的停留時(shí)間，減緩催化劑的水熱失活；同時(shí)，采用提升管底部補(bǔ)再生劑和多點(diǎn)進(jìn)風(fēng)的方式使提升管再生器各部位的溫度易于控制，操作更加平穩(wěn)。
[0041]3)由于采用雙反應(yīng)器和雙分餾塔系統(tǒng)，可以對催化汽油或其它輕烴在適宜的條件下進(jìn)行單獨(dú)改質(zhì)，從而確保生產(chǎn)高品質(zhì)汽油。
[0042]4)由于原料殘?zhí)啃∮?.5重量％，焦炭產(chǎn)率較低，再生催化劑溫度也較低，因此能夠較好的滿足“油劑低溫接觸”，“大劑油比”操作的需要。
[0043]下面結(jié)合附圖、【具體實(shí)施方式】和實(shí)施例對本發(fā)明作進(jìn)一步詳細(xì)的說明。但并不限制本發(fā)明要求保護(hù)的范圍。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0044]圖1是本發(fā)明一種催化裂化方法的示意圖。
[0045]圖中所示附圖標(biāo)記為:[0046]1-湍動床再生器，2-提升管再生器，3a.3b.3c-空氣入口，4_循環(huán)再生催化劑流量調(diào)節(jié)閥，5a、5b-空氣分布器，6-再生催化劑循環(huán)管，7-輕烴反應(yīng)器再生催化劑輸送管，8-輕烴反應(yīng)器再生催化劑流量調(diào)節(jié)閥，9a、9b-催化劑分布板，10a、10b、10c-輕烴原料噴嘴，11-輕烴下行管反應(yīng)器，12-待生催化劑輸送管，13-待生催化劑流量調(diào)節(jié)閥，14-輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器，15-輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器，16-輕烴反應(yīng)集氣室，17-重油反應(yīng)集氣室，18-重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器，19-重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器，20-汽提段，21-蒸汽分布器，22-沉降器，23-重油下行管反應(yīng)器，24a.24b.24c-重油原料噴嘴，25-重油反應(yīng)器再生催化劑流量調(diào)節(jié)閥，26-重油反應(yīng)器再生催化劑輸送管，27a、27b-再生器一級旋風(fēng)分離器，28a、28b-再生器二級旋風(fēng)分離器，29-煙氣集氣室，30-慣性分離器，31-混合煙氣，32-空氣I，33-輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料，34-重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料，35-重油原料，36-輕烴原料，37-水蒸汽，38-空氣II。
【具體實(shí)施方式】
[0047]如圖1所示，重油原料35在重油下行管反應(yīng)器23內(nèi)與來自湍動床再生器I的再生催化劑接觸并反應(yīng)，重油反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器22進(jìn)行氣固分離，分離出重油反應(yīng)油氣和重油待生催化劑，重油反應(yīng)油氣進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔，輕烴原料在輕烴下行管反應(yīng)器11內(nèi)與來自湍動床再生器I的再生催化劑接觸并反應(yīng)，輕烴反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器22進(jìn)行氣固分離，分離出輕烴反應(yīng)油氣和輕烴待生催化劑，輕烴反應(yīng)油氣進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔，重油待生催化劑和輕烴待生催化劑混合后進(jìn)入汽提段20進(jìn)行汽提，經(jīng)過汽提的混合待生催化劑依次經(jīng)提升管再生器2和湍動床再生器I進(jìn)行燒焦再生。
[0048]在以上操作過程中，來自湍動床再生器I的再生催化劑向下經(jīng)重油反應(yīng)器再生催化劑輸送管26進(jìn)入重油下 行管反應(yīng)器23，由催化劑分布板9a進(jìn)行整流后再與重油原料接觸。
[0049]在以上操作過程中，來自湍動床再生器I的再生催化劑向下經(jīng)輕烴反應(yīng)器再生催化劑輸送管7進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器11，由催化劑分布板9b進(jìn)行整流后再與輕烴原料接觸。
[0050]在以上操作過程中，圖1中所示，重油原料35包括3種，輕烴原料36也包括3種；根據(jù)反應(yīng)需要，任意一種重油原料35可以從設(shè)置在重油下行管反應(yīng)器23軸向不同高度的器壁上的三層重油原料噴嘴24a、24b和24c中的任意一層進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器23與再生催化劑接觸并反應(yīng)，任意一種輕烴原料36可以從設(shè)置在輕烴下行管反應(yīng)器11軸向不同高度的器壁上的三層輕烴原料噴嘴10a、IOb和IOc中的任意一層進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器11與再生催化劑接觸并反應(yīng)。
[0051]在以上操作過程中，重油下行管反應(yīng)器23反應(yīng)物流經(jīng)重油下行管反應(yīng)器23底部的反應(yīng)物流導(dǎo)出管直接進(jìn)入位于沉降器22內(nèi)的重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器19進(jìn)行氣固分離，分離出的氣相物流經(jīng)連接管道進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器18進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離；輕烴下行管反應(yīng)器11反應(yīng)物流經(jīng)輕烴下行管反應(yīng)器11底部的反應(yīng)物流導(dǎo)出管直接進(jìn)入位于沉降器22內(nèi)的輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器14進(jìn)行氣固分離，分離出的氣相物流經(jīng)連接管道進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器15進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離；汽提物流(被汽提出的烴類油氣及其夾帶的少量催化劑)分為兩部分，一部分經(jīng)重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器14出口管道與重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器15入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器18進(jìn)行氣固分離，另一部分經(jīng)輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器14出口管道與輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器15入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器15進(jìn)行氣固分離；由重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器18分離出的重油反應(yīng)油氣和一部分被汽提出的烴類油氣作為重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料34，經(jīng)重油反應(yīng)集氣室17和重油反應(yīng)油氣管線進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾，由輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器15分離出的輕烴反應(yīng)油氣和另一部分被汽提出的烴類油氣作為輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料33，經(jīng)輕烴反應(yīng)集氣室16和輕烴反應(yīng)油氣管線進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾。
[0052]在以上操作過程中，重油待生催化劑和輕烴待生催化劑分別經(jīng)各旋風(fēng)分離器料腿進(jìn)入汽提段20進(jìn)行混合，同時(shí)用水蒸汽37進(jìn)行汽提。
[0053]在以上操作過程中，經(jīng)過汽提的混合待生催化劑向下經(jīng)待生催化劑輸送管12進(jìn)入提升管再生器2，與經(jīng)再生催化劑循環(huán)管6進(jìn)入提升管再生器2底部的再生催化劑混合后沿提升管再生器2上行并進(jìn)行燒焦再生。
[0054]提升管再生器2燒焦所需的空氣1138由設(shè)置在提升管再生器2底部的空氣分布器5b和設(shè)置在提升管再生器2軸向不同高度的器壁上的三層空氣入口 3a、3b、3c分路進(jìn)入提升管再生器2，其中，占進(jìn)入提升管再生器空氣總量20%~50%的空氣從空氣分布器5b進(jìn)入，其余的空氣從三層空氣入口 3a、3b、3c進(jìn)入，各層空氣入口 3a、3b、3c的進(jìn)氣量可以靈活分配。
[0055]在以上操作過程中，提升管再生器2燒去50%以上沉積在混合待生催化劑上的焦炭，生成的半再生催化劑和再生煙氣一起經(jīng)提升管再生器2頂部出口向下進(jìn)入慣性分離器30進(jìn)行分離；分離出的半再生催化劑向下進(jìn)入湍動床再生器I密相段與從湍動床再生器I底部經(jīng)空氣分布器5a進(jìn)入湍動床再生器I密相段的空氣132接觸進(jìn)一步燒焦再生，分離出的提升管再生器2的再生煙氣·和湍動床再生器I的再生煙氣及其夾帶的少量催化劑顆粒依次經(jīng)再生器一級旋風(fēng)分離器27a、27b和再生器二級旋風(fēng)分離器28a、28b進(jìn)行氣固分離；分離出的催化劑顆粒經(jīng)再生器一級旋風(fēng)分離器27a、27b的料腿和再生器二級旋風(fēng)分離器28a、28b的料腿返回湍動床再生器I密相段，分離出的混合煙氣31經(jīng)煙氣集氣室29和煙氣管線進(jìn)入煙氣能量回收系統(tǒng)。
[0056]在以上操作過程中，從湍動床再生器I進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器23、輕烴下行管反應(yīng)器11和提升管再生器2的再生催化劑的流量，以及從汽提段20進(jìn)入提升管再生器2的待生催化劑的流量可以分別通過重油反應(yīng)器再生催化劑流量調(diào)節(jié)閥25、輕烴反應(yīng)器再生催化劑流量調(diào)節(jié)閥8、循環(huán)再生催化劑流量控制閥4和待生催化劑流量調(diào)節(jié)閥13進(jìn)行控制。
[0057]在以上操作過程中，重油下行管反應(yīng)器23的操作條件是--反應(yīng)溫度(反應(yīng)器出口溫度)一般為460~550°C，較好為470~540°C，最好為480~530°C ;反應(yīng)時(shí)間一般為0.2~1.6s，較好為0.5~1.4s，最好為0.7~1.2s ;劑油比一般為5~30，較好為8~20，最好為10~15 ;催化劑活性一般為58~75，較好為62~72，最好為65~70。
[0058]在以上操作過程中，輕烴下行管反應(yīng)器11的操作條件是--反應(yīng)溫度(反應(yīng)器出口溫度)一般為450~600°C，較好為480~580°C，最好為500~550°C ;反應(yīng)時(shí)間一般為0.2~2.5s，較好為0.5~2.2s，最好為1.0~2.0s ;劑油比一般為3~35，較好為5~25，最好為8~12 ;催化劑活性一般為58~75，較好為62~72，最好為65~70。[0059]在以上操作過程中，重油下行管反應(yīng)器23的進(jìn)料包括直餾蠟油、焦化蠟油、加氫尾油、脫浙青油、回?zé)捰?、油漿。輕烴下行管反應(yīng)器的進(jìn)料包括催化裂化汽油、催化裂化輕汽油、焦化汽油、氣壓機(jī)凝縮油。催化劑可采用現(xiàn)有的各種催化裂化催化劑(例如CC-20D)，可以按常規(guī)選用。
[0060]在以上操作過程中，沉降器22的操作條件是:稀相溫度一般為450~580°C;頂部絕對壓力一般為0.20~0.50Mpa，較好為0.25~0.45Mpa，最好為0.30~0.40Mpa。
[0061 ] 在以上操作過程中，汽提段20的操作條件是汽提溫度一般為480~530°C，汽提時(shí)間為一般為1.0~3.0min ;汽提蒸汽用量一般為2~5kg/tcat。 [0062]在以上操作過程中，提升管再生器2的操作條件是:入口溫度一般為500~600°C，較好為520~600°C，最好為540~600°C ;出口溫度一般為560~660°C，較好為580~650°C，最好為620~640°C ;平均氣體線速一般為1.5~10.0m/s，較好為2.0~
9.0m/s,最好為3.0~7.0m/s ;燒焦強(qiáng)度(每噸催化劑藏量每小時(shí)的燒碳量)一般為300~1500kg/(t *h)，燒焦時(shí)間一般為5~40s ;空氣量根據(jù)燒焦量來確定，滿足燒去混合待生催化劑上50%以上的焦炭的需求；混合待生催化劑在提升管再生器2再生器中燒去沉積在上面的50%以上的焦炭。
[0063]在以上操作過程中，湍動床再生器I的操作條件是:再生溫度一般為580~6800C，較好為600~670 V，最好為620~660°C ;燒焦強(qiáng)度一般為O~120kg/ (t -h);燒焦時(shí)間一般為1.0~4.0min ;頂部絕對壓力一般為0.10~0.40Mpa,較好為0.15~0.35Mpa,最好為0.20~0.30Mpa ;空氣量根據(jù)燒焦量來確定，滿足燒去半再生催化劑上的剩余焦炭。
[0064]實(shí)施例表中的w%表示重量％，v%表示體積％。
[0065]實(shí)施例1，對比例
[0066]在常規(guī)雙提升管催化裂化中試裝置上進(jìn)行試驗(yàn)。重油提升管反應(yīng)器加工魯寧管輸直餾蠟油，輕烴提升管反應(yīng)器加工重油提升管反應(yīng)器所產(chǎn)催化汽油，催化劑采用市售的CC-20D催化裂化工業(yè)平衡催化劑。
[0067]重油提升管反應(yīng)器設(shè)計(jì)處理量為60kg/d，模擬全回?zé)挷僮?，重油原料與回?zé)捰突旌虾蠼?jīng)進(jìn)料噴嘴進(jìn)入重油提升管反應(yīng)器；輕烴提升管反應(yīng)器設(shè)計(jì)處理量為24kg/d。再生催化劑的含碳量為0.03w%，微反活性為62。汽提段的汽提介質(zhì)為水蒸汽，汽提溫度為500°C。
[0068]催化裂化原料性質(zhì)見表1，本實(shí)施例常規(guī)雙提升管催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表2。常規(guī)雙提升管催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表3。
[0069]實(shí)施例2
[0070]在圖1所示的新型流化催化裂化中試裝置上進(jìn)行試驗(yàn)。該新型流化催化裂化中試裝置的重油下行管反應(yīng)器和輕烴下行管反應(yīng)器均可以根據(jù)工藝需要進(jìn)行靈活更換。重油下行管反應(yīng)器加工與對比例相同的魯寧管輸直餾蠟油，輕烴下行管反應(yīng)器加工重油下行管反應(yīng)器所產(chǎn)催化汽油，催化劑采用與對比例相同的市售CC-20D催化裂化工業(yè)平衡催化劑。
[0071]重油下行管反應(yīng)器設(shè)計(jì)處理量為60kg/d，模擬全回?zé)挷僮?，重油原料與回?zé)捰突旌虾蠼?jīng)進(jìn)料噴嘴進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器；輕烴下行管反應(yīng)器設(shè)計(jì)處理量為30kg/d，再生催化劑的含碳量為0.03w%，微反活性為66。汽提段的汽提介質(zhì)為水蒸汽，汽提溫度為500°C。
[0072]本實(shí)施例新型流化催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表4。新型流化催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表5。[0073]實(shí)施例3
[0074]按實(shí)施例2，主要區(qū)別在于湍動床再生器與提升管再生器的燒焦強(qiáng)度和燒焦時(shí)間以及提升管再生器的平均氣體線速，重油下行管反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間和回?zé)挶?。本?shí)施新型流化催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表6。新型流化催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表7。
[0075]實(shí)施例4
[0076]按實(shí)施例2，主要區(qū)別在于湍動床再生器與提升管再生器的燒焦強(qiáng)度和燒焦時(shí)間以及提升管再生器的燒焦溫度和平均氣體線速，重油下行管反應(yīng)器的反應(yīng)溫度、劑油比和回?zé)挶?。本?shí)施新型流化催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表10。新型流化催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表11。
[0077]實(shí)施例5
[0078]按實(shí)施例2，主要區(qū)別在于湍動床再生器與提升管再生器的燒焦強(qiáng)度和燒焦時(shí)間以及提升管再生器的平均氣體線速，重油下行管反應(yīng)器的反應(yīng)時(shí)間和回?zé)挶?。本?shí)施新型流化催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表8。新型流化催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表9。
[0079]實(shí)施例6
[0080]按實(shí)施例2，主要區(qū)別在于湍動床再生器與提升管再生器的燒焦強(qiáng)度和燒焦時(shí)間以及提升管再生器的燒焦溫度和平均氣體線速，重油下行管反應(yīng)器的反應(yīng)溫度、劑油比和回?zé)挶?。本?shí)施新 型流化催化裂化裝置主要操作條件及產(chǎn)品分布見表12。新型流化催化裂化裝置液體產(chǎn)品主要性質(zhì)見表13。
[0081]表1催化裂化原料性質(zhì)
[0082]
【權(quán)利要求】
1.一種催化裂化方法，其特征在于包括下述步驟: 1)重油原料(35)在重油下行管反應(yīng)器(23)內(nèi)與來自湍動床再生器(I)的再生催化劑接觸并反應(yīng)，重油反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器(22)進(jìn)行氣固分離，分離出的重油反應(yīng)油氣進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾，重油待生催化劑進(jìn)入步驟3)； 2)輕烴原料(36)在輕烴下行管反應(yīng)器(11)內(nèi)與來自湍動床再生器(I)的再生催化劑接觸并反應(yīng)，輕烴反應(yīng)物流進(jìn)入沉降器(22)進(jìn)行氣固分離，分離出的輕烴反應(yīng)油氣進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾，輕烴待生催化劑進(jìn)入步驟3)； 3)重油待生催化劑和輕烴待生催化劑混合后進(jìn)入汽提段(20)進(jìn)行汽提，經(jīng)過汽提的混合待生催化劑進(jìn)入提升管再生器(2)的底部，與由湍動床再生器(I)引入的再生催化劑混合后，沿提升管再生器(2)上行進(jìn)行燒焦再生，之后再進(jìn)入湍動床再生器(I)進(jìn)行燒焦再生，再生后循環(huán)使用。
2.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的來自湍動床再生器(I)的再生催化劑向下經(jīng)重油反應(yīng)器催化劑輸送管(26)進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器(23)，由催化劑分布板(9a)進(jìn)行整流后再與重油原料(35)接觸。
3.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的來自湍動床再生器(I)的再生催化劑向下經(jīng)輕烴反應(yīng)器催化劑輸送管(7)進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器(11)，由催化劑分布板(％)進(jìn)行整流后再與輕烴原料(36)接觸。
4.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(35)經(jīng)傾斜向下設(shè)置的重油原料噴嘴進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器(23)與來自湍動床再生器(I)的再生催化劑接觸并反應(yīng)。`
5.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的輕烴原料(36)經(jīng)傾斜向下設(shè)置的輕烴原料噴嘴進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器(11)與來自湍動床再生器(I)的再生催化劑接觸并反應(yīng)。
6.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(35)為I~5種。
7.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的輕烴原料(36)為I~5種。
8.依照權(quán)利要求6所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油原料(35)，不同種類的可以根據(jù)反應(yīng)需要，從設(shè)置在重油下行管反應(yīng)器(23)軸向不同高度的重油原料噴嘴進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器(23)。
9.依照權(quán)利要求7所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的輕烴原料(36)，不同種類的可以根據(jù)反應(yīng)需要，從設(shè)置在輕烴下行管反應(yīng)器(11)軸向不同高度的輕烴原料噴嘴進(jìn)入輕烴下行管反應(yīng)器(11)。
10.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油反應(yīng)物流從重油下行管反應(yīng)器(23)依次直接進(jìn)入位于沉降器(22)內(nèi)的重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(19)和重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(18)進(jìn)行氣固分離，輕烴反應(yīng)物流從輕烴下行管反應(yīng)器(II)依次直接進(jìn)入位于沉降器(22)內(nèi)的輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)和輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(15)進(jìn)行氣固分離。
11.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油待生催化劑和輕烴待生催化劑分別經(jīng)各旋風(fēng)分離器料腿進(jìn)入汽提段(20)進(jìn)行混合，同時(shí)用水蒸汽(37)進(jìn)行汽提。
12.依照權(quán)利要求10所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的由重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(19)分離出的重油待生催化劑經(jīng)設(shè)在重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(19)下方的預(yù)汽提器預(yù)汽提后經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段(20)，由輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)分離出的輕烴待生催化劑經(jīng)設(shè)在輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(15)下方的預(yù)汽提器預(yù)汽提后經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段(20)，由重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(19)分離出的待生催化劑和由輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(14)分離出的待生催化劑分別經(jīng)料腿進(jìn)入汽提段(20)，上述幾股待生催化劑在汽提段(20)進(jìn)行混合后用用水蒸汽(37)進(jìn)行汽提。
13.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的混合待生催化劑在被汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流分為兩部分，一部分經(jīng)重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)出口管道與重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(15)入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(18)進(jìn)行氣固分離，另一部分經(jīng)輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)出口管道與輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(15)入口管道銜接處的管道環(huán)隙進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(15)進(jìn)行氣固分離。
14.依照權(quán)利要求12所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的由重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(19)分離出的重油待生催化劑在預(yù)汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流與重油反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(19)分離出的氣相物流混合后經(jīng)連接管道進(jìn)入重油反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(18)進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離，由輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)分離出的輕烴待生催化劑在預(yù)汽提過程中產(chǎn)生的汽提物流與輕烴反應(yīng)器粗旋風(fēng)分離器(14)分離出的氣相物流混合后經(jīng)連接管道進(jìn)入輕烴反應(yīng)器一級旋風(fēng)分離器(15)進(jìn)行進(jìn)一步的氣固分離。
15.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的重油反應(yīng)油氣和一部分被汽提出的烴類油氣 作為重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料(34)經(jīng)重油反應(yīng)集氣室(17)和重油反應(yīng)油氣管線進(jìn)入重油反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾。
16.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的輕烴反應(yīng)油氣和另一部分被汽提出的烴類油氣作為輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)料(33)經(jīng)輕烴反應(yīng)集氣室(16)和輕烴反應(yīng)油氣管線進(jìn)入輕烴反應(yīng)油氣分餾塔進(jìn)行分餾。
17.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的經(jīng)過汽提的混合待生催化劑向下經(jīng)待生催化劑輸送管(12)進(jìn)入提升管再生器(2)底部，與經(jīng)再生催化劑循環(huán)管(6)進(jìn)入提升管再生器(2)底部的再生催化劑混合后沿提升管再生器(2)上行并進(jìn)行燒焦再生。
18.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)燒焦所需的空氣11(38)從設(shè)置在其底部的空氣分布器(5b)和設(shè)置在其軸向不同高度的器壁上的2~6層空氣入口分路進(jìn)入，其中，占進(jìn)入提升管再生器空氣總量20%~50%的空氣II (38)從空氣分布器(5b)進(jìn)入，其余的空氣從2~6層空氣入口進(jìn)入，各層空氣入口的進(jìn)氣量可以靈活分配。
19.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)燒去50%以上沉積在混合待生催化劑上的焦炭。
20.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)生成的半再生催化劑和再生煙氣一起經(jīng)提升管再生器(2)出口向下進(jìn)入慣性分離器(30)進(jìn)行氣固分離，分離出的半再生催化劑進(jìn)入湍動床再生器(I)密相段與經(jīng)空氣分布器(5a)進(jìn)入湍動床再生器(I)的空氣1(32)接觸進(jìn)一步燒焦再生。
21.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器(2)的再生煙氣和湍動床再生器(I)的再生煙氣及其夾帶的催化劑顆粒依次經(jīng)再生器一級旋風(fēng)分離器和再生器二級旋風(fēng)分離器進(jìn)行氣固分離，分離出的催化劑顆粒經(jīng)再生器各旋風(fēng)分離器的料腿返回湍動床再生器(I)密相段，分離出的混合煙氣(31)經(jīng)煙氣集氣室(29)和煙氣管線進(jìn)入煙氣能量回收系統(tǒng)。
22.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:從湍動床再生器(I)進(jìn)入重油下行管反應(yīng)器(23)、輕烴下行管反應(yīng)器(11)和提升管再生器(2)的再生催化劑的流量，以及從汽提段(20)進(jìn)入提升管再生器(2)的待生催化劑的流量均通過流量調(diào)節(jié)閥控制。
23.依照權(quán)利要求1所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述重油下行管反應(yīng)器(23)的操作條件為，反應(yīng)溫度460~5500C，反應(yīng)時(shí)間0.2~1.6s，劑油比5~30，催化劑活性58~75 ;輕烴下行管反應(yīng)器(11)的操作條件為，反應(yīng)溫度450~600°C，反應(yīng)時(shí)間0.2~.2.5s，劑油比3~35，催化劑活性58~75。
24.依照權(quán)利要求1或21所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的沉降器(22)的操作條件為，稀相溫度450~580°C ;頂部絕對壓力0.20~0.50Mpa。
25.依照權(quán)利要求1或21所 述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的提升管再生器⑵的操作條件為，入口溫度500~600°C，出口溫度560~660°C，平均氣體線速1.5~.10.0m/s，燒焦強(qiáng)度300~1500kg/(t.h)，燒焦時(shí)間5~40s。
26.依照權(quán)利要求1或21所述的一種催化裂化方法，其特征在于:所述的湍動床再生器(I)的操作條件為，再生溫度580~680°C，燒焦強(qiáng)度O~120kg/(fh)，燒焦時(shí)間1.0~.4.0min，頂部絕對壓力0.10~0.40Mpa。
【文檔編號】C10G11/00GK103788992SQ201210436368
【公開日】2014年5月14日 申請日期:2012年10月29日 優(yōu)先權(quán)日:2012年10月29日
【發(fā)明者】陳曼橋, 王文柯, 武立憲, 張亞西, 孟凡東, 樊麥躍, 陳章淼, 黃延召, 李秋芝, 吳辰捷 申請人:中國石油化工集團(tuán)公司, 中石化洛陽工程有限公司