CN101143289A - 催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及催化裂化再生烟气制氢、制氮的方法，其主要内容是从第二再生器的高温含氧烟气进入第一再生器底部，与来自汽提器的积碳的催化剂和来自第二再生器的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，在第一再生器顶部再生烟气与半再生剂通过旋风分离器组实现分离，再生烟气进入压力能回收系统，之后进入后续制氢、制氮过程，半再生剂通过料腿进入第二再生器与全部烧焦主风接触、燃烧，汽提完毕的积碳的催化剂回到第一再生器，形成循环。以便于再生烟气中的CO和CO2以及后续CO中温变换所产生的CO2得到有效利用，提高第一再生器中催化剂上的积碳转化为CO的比例，从而提高催化剂单位积碳产氢率。

Description

催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法
技术领域
本发明涉及新的催化裂化反应-再生技术以及利用其再生烟气制氢、制氮的过程，更具体地说，是一种适于现有装置提高再生能力及提高轻质油收率的技术，是一种减少温室气体排放并获得大量廉价氢气的技术。
背景技术
众所周知，为了改善汽油、柴油的品质，加氢精制已成为一种必不可少的二次加工手段，如何获得足够量的廉价氢源，是困扰炼油行业的一个难题。
CN1400159A提出了一种利用催化裂化再生烟气制氢的方法，它虽然有别于目前常用的甲烷蒸气裂解制氢、重油制氢、煤制氢等氢气成本较高的办法，但是，由于其第一再生器中的积碳的催化剂与含氧气体在500～660℃条件下反应，温度较低，且第一再生器与第二再生器分别进风，第二再生器所产生的高温烟气另路排放，不仅烟气的压力能得不到充分回收，而且第二再生器所产生烟气中的CO2以及后续CO中温转换所产生的CO2得不到有效利用，也就是说，第一再生器中催化剂上的积碳转化为CO的比例不高，从而使得催化剂单位积碳产氢率受到限制。
现在，有不少炼油企业存在如下问题：不仅催化裂化装置再生器烧焦能力不够，急需提高，还需要建设制氢装置，如何花少量的资金同时满足这两个难题呢？
发明内容
本发明的目的在于提供新的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，以便于再生烟气中的CO和CO2以及后续CO中温变换所产生的CO2得到有效利用，提高第一再生器中催化剂上的积碳转化为CO的比例，从而提高催化剂单位积碳产氢率。
本发明针对现有不同的催化裂化工艺分别提供了不同的技术方案，分别是：第一种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧，来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，通过第二再生器顶部进入催化剂高位储罐实现再生含氧烟气与再生剂的分离；温度为660～780℃的再生剂至下行管式反应器与雾化的原料油反应，在汽提器上部实现反应油气和待生剂的分离，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入旋风分离器组，反应油气进入下续分馏塔；
(2)从第二再生器顶部出来的温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自催化剂高位储罐的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，温度为670～760℃的再生烟气，在第一再生器顶部与半再生剂通过旋风分离器组实现分离，再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，高温半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。所述的第一和第二再生器为管式再生器。
第二种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧；来自提升管的提升介质从下部引入来自第二再生器的再生催化剂、从上部引入原料油后，进入分离器的顶部，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入后续分馏塔；来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，从第二再生器顶部将温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自第二再生器的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，反应后的油气和待生剂经过旋风分离器组分离；
(2)从第一再生器顶部与半再生剂通过分离器组实现分离，温度为670～760℃的再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。所述的第一为管式再生器，第二再生器为床层再生器。
第三种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧；来自提升管的提升介质从下部引入来自第二再生器的再生催化剂、从上部引入原料油后，经过粗旋风分离器和一级旋风分离器，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入后续分馏塔；来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，从第二再生器顶部将温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自第二再生器的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，反应后的油气和待生剂经过旋风分离器组分离；
(2)从第一再生器顶部与半再生剂通过分离器组实现分离，温度为670～760℃的再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。所述的第一为管式再生器，第二再生器为床层再生器。
上述催化裂化装置反应-再生系统所用催化剂为分子筛催化剂，一般将来自汽提器的积碳的催化剂称作待生剂，将再生完毕的催化剂称作再生剂，将再生过程进行了一部分、尚未完成全部再生的催化剂称作半再生剂。再生就是将催化剂上的积碳烧掉并恢复活性的过程。
与现有技术相比，本发明的有益效果体现在以下几个方面：
(1)在第一再生器中，从第二再生器(或管)过来的高温含氧烟气与来自汽提器的催化剂上的积碳发生的再生反应属于贫氧燃烧范围，温度在700℃左右，在此条件下，不仅催化剂上的积碳在第一再生器中下部生成CO，而且，从第二再生器(或管)过来的含氧烟气中的CO2在第一再生器中上部还会和催化剂上的积碳反应生成CO，即：C+CO2＝2CO-172.3 kJ/mol，从而大幅度提高催化剂单位积碳产氢率。
(2)一股主风、一股烟气，主风、烟气流程简单，主风耗量最低，烟气的压力能可得到充分回收。
(3)可以加工重质原料油，可以灵活控制反应时间(一般为0.2～3秒，优选0.5～1.5秒)，减少焦炭和干气产率，提高目的产品收率3～5个百分点。
(4)独特的反应油气和催化剂的分离技术，使得反应油气不必进入目前所谓沉降器，减少了油气自与催化剂分离后至分馏塔的时间，热裂化反应减少将减少焦炭和干气的产率。
(5)独特的空间逆流汽提方式，尤其是在管道中下降时的逆流汽提将待生剂上携带的油气快速汽提出来，也能够部分减少焦炭和干气的产率。
(6)不用建设空分装置(减少了空分装置投资)即可生产N2，通过加压、冷却还可生产液态或固态CO2，附加效益好。
(7)用于现有催化裂化装置改造，增加一个管式再生器，在不增加主风量的情况下，可以较大幅度提高再生能力。
(8)再生系统催化剂微尘循环可以全部或部分替代通过循环管道至第一再生器底部的催化剂量，减少催化剂在水热条件下停留时间，有利于催化剂活性保护。
(9)利用本来要转化为CO2的CO来生产H2，不仅节省了催化裂化装置昂贵的CO锅炉以及常规制氢装置所使用的转化炉等设备投资(燃料也不需要了)，而且不用投入原料(如：天然气、轻烃、炼厂气或煤)就能制氢，减少了制氢成本，还相应减少了原来制氢装置的温室气体、硫化物和氮化物的排放，属于绿色环保节能项目。
附图说明
图1、2、3分别是本发明所述三种技术方案所对应的装置流程示意简图。图中：1是烧焦主风，2是主风机，3是开工辅助加热炉，4是旋风分离器组，5是第一再生器，6是料腿，7是高温、携带催化剂微尘的含氧烟气管道，8是循环催化剂管线，9是循环催化剂滑阀，10是第二再生器，11是待生催化剂滑阀，12是再生烟气管，13是双动滑阀，14是倒L管线，15是高位储罐，16是取热管，17是再生滑阀，18是原料油，19是柔性提升管，20是旋风分离器，21是汽提器，22是反应油气，23是待生催化剂管线，24是管，25是再生催化剂管线，26是提升介质(蒸汽)，27是一级旋风分离器，28是回炼油浆，29是沉降器，30是压力回收系统，31是废热锅炉，32是换热器，33是洗涤系统，34是变压吸附系统，35是废气管，36是引风机，37是氨液，38是压缩机，39是变换系统，40是脱碳系统，41是管线，42是氢气，43是洗涤液，44是高点放空，45是蒸汽，46是CO气体。
具体实施方式
实施例1：下面结合图1就本发明第一种技术方案进行详细阐述：
烧焦主风1通过主风机2加压后进入开工辅助加热炉3，与来自第一再生器5旋风分离器组4料腿6的高温半再生剂在第二再生器10底部接触、燃烧，来自脱碳系统40的CO2经管线41进入第二再生器中上部，在第二再生器顶部通过倒L管线14进入催化剂高位储罐15实现再生含氧烟气与再生剂的分离。
再生剂通过再生滑阀17至下行管式反应器19与雾化的原料油18反应，在汽提器21上部管线实现反应油气和含碳催化剂的分离，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器21，少量待生剂随反应油气进入旋风分离器组20，反应油气22进入下续分馏塔。
从10过来的高温、携带催化剂微尘的含氧烟气通过管道7进入第一再生器5底部，与管24、待生催化剂管线23和待生催化剂滑阀11的由来自汽提器21的积碳的催化剂(待生剂)和通过循环催化剂管线8、9的来自催化剂高位储罐15的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，在第一再生器5顶部再生烟气与半再生剂通过旋风分离器组4实现分离，700℃左右的再生烟气经过再生烟气管12进入压力能回收系统30，之后进入后续制氢过程，半再生剂通过料腿6进入第二再生器10底部，从而完成催化剂循环。
再生烟气通过双动滑阀13从压力能回收系统30进入废热锅炉31(也可以不经过压力能回收系统30)，温度降至200～250℃(组成为：CO，CO2，N2，H2O，NOx，SOx等)，之后进入洗涤系统33，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线引入氨液37通过引风机36进入变压吸附系统34，排出洗涤液43。
从变压吸附系统34出来的废气主要组成为：N2、CO2，通过废气管一部分通过高点44放空，另一部分进入压缩机38，经加压后进入氮气罐43。
从变压吸附系统34出来的废气也可以全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离(图中未画出)，气态CO2可以制成液态或固态CO2，一方面增加新的产品，另一方面减少温室气体的排放。
从变压吸附系统34出来的脱附气体变成主要含CO的气体46，经与废热锅炉31并联的换热器32和再生烟气换热后，温度升至200℃左右，与蒸气45混合，一起进入变换系统39，所生成的气体经脱碳系统40脱去CO2后，形成最终目的产品——氢气42。
以一套加工量80万吨/年重油催化裂化装置为例，说明此发明的实施效果。
如图1所示，烧焦主风通过主风机加压至0.3～0.45MPa(绝压)后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃优选690～730℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧，来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，在第二再生器顶部通过倒L管线进入催化剂高位储罐实现再生含氧烟气与再生剂的分离。
温度为660～780℃优选670～730℃的再生剂通过再生滑阀至下行管式反应器与雾化的原料油反应，在汽提器上部管线实现反应油气和待生剂的分离，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入旋风分离器组，反应油气进入下续分馏塔。
从第二再生器过来的高温、携带催化剂微尘的含氧烟气通过管道进入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃优选490～560℃的待生剂和来自催化剂高位储罐的温度为700～780℃优选730～760℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，空床气速3～10m/s优选5～8m/s，催化剂停留时间16～26s，温度为670～760℃优选690～730℃再生烟气(体积组成：CO/CO2＝1.0～2.0)，在第一再生器顶部与半再生剂通过旋风分离器组实现分离，700℃左右的再生烟气通过三旋后进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂通过料腿进入第二再生器底部，从而完成催化剂循环。
再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃(组成为：CO，CO2，N2，H2O，NOx，SOx等)，之后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统。
从变压吸附系统出来的废气主要组成为：N2、CO2，一部分通过高点放空，另一部分进入压缩机，经加压后进入氮气罐。
从变压吸附系统出来的废气也可以全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离(图中未画出)，气态CO2可以制成液态或固态CO2，一方面增加新的产品，另一方面减少温室气体的排放。
从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经与废热锅炉并联的换热器和再生烟气换热后，温度升至200℃左右，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成最终目的产品——氢气。
实施例2：下面结合图2就本发明第二种技术方案进行详细阐述：
在图2中，用第二再生器10代替了图1中的第二再生器和催化剂高位储罐，用柔性提升管19代替了图1中的下行管反应器，26为提升介质，28为回炼油浆，25为再生催化剂管线，其它基本与图1相同。
如果原有催化裂化装置有一个床层再生器，可将此床层再生器用作第二再生器10，另外增加一个管式再生器作为第一再生器5；为了减少热裂化反应，将原有反应及沉降器部分加以改造。烧焦主风1通过主风机2加压至0.3～0.45MPa(绝压)后进入开工辅助加热炉3，与来自第一再生器5旋风分离器组4料腿6的温度为670～760℃优选690～730℃的高温半再生剂在第二再生器10接触、燃烧，来自脱碳系统40的CO2经管线41进入第二再生器10中上部，在第二再生器10中上部再生含氧烟气与再生剂的分离。
温度为660～780℃优选670～730℃的再生剂通过再生滑阀9至柔性提升管19反应器与雾化的原料油反应，在汽提器21上部管线实现反应油气和待生剂的分离，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器21，少量待生剂随反应油气进入旋风分离器组20，反应油气进入下续分馏塔。
从第二再生器10过来的高温、携带催化剂微尘的含氧烟气通过管道进入第一再生器5底部，与来自汽提器21的温度为470～600℃优选490～560℃的待生剂和来自第二再生器10的温度为700～780℃优选730～760℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，空床气速3～10m/s优选5～8m/s，催化剂停留时间16～26s，温度为670～760℃优选690～730℃再生烟气(体积组成：CO/CO2＝1.0～2.0)，在第一再生器顶部与半再生剂通过旋风分离器组实现分离，700℃左右的再生烟气通过三旋后进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂通过料腿进入第二再生器，从而完成催化剂循环。
制氢、制氮部分同实施例1。
实施例3：下面结合图3就本发明第三种技术方案进行详细阐述：
在图3中，用提升管反应器19代替了图2中的柔性提升管，用目前所用的沉降器29代替了图2中的汽提器，20为粗旋风分离器，27为一级旋风分离器，其它基本与图2相同。
如果原有催化裂化装置有一个床层再生器，可将此床层再生器用作第二再生器10，另外增加一个管式再生器作为第一再生器5，原有反应及沉降器29部分不变。烧焦主风1通过主风机2加压至0.3～0.45MPa(绝压)后进入开工辅助加热炉3，与来自第一再生器5旋风分离器组4料腿6的温度为670～760℃优选690～730℃的高温半再生剂在第二再生器10接触、燃烧，来自脱碳系统40的CO2经管线41进入第二再生器10中上部，在第二再生器10中上部再生含氧烟气与再生剂的分离。
温度为660～780℃优选670～730℃的再生剂通过再生滑阀9至原有提升管19反应器与雾化的原料油反应，在沉降器29通过粗旋风分离器20和一级旋风分离器27实现反应油气和待生剂的分离，待生剂向下进入汽提沉降器29，反应油气进入下续分馏塔。
从第二再生器10过来的高温、携带催化剂微尘的含氧烟气通过管道7进入第一再生器底部，与来自沉降器29的温度为470～600℃优选490～560℃的待生剂和来自第二再生器10的温度为700～780℃优选730～760℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，空床气速3～10m/s优选5～8m/s，催化剂停留时间16～26s，温度为670～760℃优选690～730℃再生烟气(体积组成：CO/CO2＝1.0～2.0)，在第一再生器5顶部与半再生剂通过旋风分离器组4实现分离，700℃左右的再生烟气通过三旋后进入压力能回收系统30，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂通过料腿6进入第二再生器10，从而完成催化剂循环。
制氢、制氮部分同实施例1。
一般重油催化裂化装置的生焦率为9％，焦炭的C/H＝9∶1，即使按CO/CO2＝1∶1计算，用此烟气所生成的氢气量为：7466Nm3/h，相当于666kg/h，或5333吨/年。专利CN1400159A在同等规模的装置上生成的氢气量为：2480吨/年。通过对比可以看出，本发明所提供的制氢方法所生成的氢气量是专利CN1400159A的一倍还多。
如果将此技术用于现有催化裂化装置改造，增加一个管式再生器，在不增加主风量的情况下，不仅可以较大幅度提高再生能力，还可以加工更多重质原料油，其独特的反应油气和催化剂的分离技术以及其独特的空间逆流汽提方式，可以大大缩短热裂化反应的时间，从而减少焦炭和干气产率，目的产品收率可以提高3～5个百分点。
由此可以看出，利用此技术，炼油企业只需花少量的资金，不仅能够同时做到提高催化裂化装置再生器烧焦能力、提高目的产品收率，而且，其烟气还能满足制氢、制氮需要。
对于新建(或扩建)炼油厂利用该专利技术进行系统规划，从投资的角度看：该技术比传统方式减少空分装置和制氢转化炉的建设，节约投资；从环保的角度看：该技术减少CO2，NOx，SOx的排放；从节能的角度看：该技术减少了焦炭和干气产率，目的产品收率可以提高3～5个百分点，同时又减少了制氢原料，节约了天然气、轻烃、炼厂气或煤。

Claims (9)

1.一种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧，来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，通过第二再生器顶部进入催化剂高位储罐实现再生含氧烟气与再生剂的分离；温度为660～780℃的再生剂至下行管式反应器与雾化的原料油反应，在汽提器上部实现反应油气和待生剂的分离，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入旋风分离器组，反应油气进入下续分馏塔；
(2)从第二再生器顶部出来的温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自催化剂高位储罐的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，温度为670～760℃的再生烟气，在第一再生器顶部与半再生剂通过旋风分离器组实现分离，再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，高温半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
2.根据权利要求1所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。
3.根据权利要求1所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：所述的第一和第二再生器为管式再生器。
4.一种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧；来自提升管的提升介质从下部引入来自第二再生器的再生催化剂、从上部引入原料油后，进入分离器的顶部，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入后续分馏塔；来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，从第二再生器顶部将温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自第二再生器的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，反应后的油气和待生剂经过旋风分离器组分离；
(2)从第一再生器顶部与半再生剂通过分离器组实现分离，温度为670～760℃的再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
5.根据权利要求4所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。
6.根据权利要求4所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：所述的第一为管式再生器，第二再生器为床层再生器。
7.一种催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：
(1)烧焦主风加压至0.3～0.45MPa后进入开工辅助加热炉，与来自第一再生器旋风分离器组料腿的温度为670～760℃的高温半再生剂在第二再生器底部接触、燃烧；来自提升管的提升介质从下部引入来自第二再生器的再生催化剂、从上部引入原料油后，经过粗旋风分离器和一级旋风分离器，大部分待生剂受惯性及重力运动作用向下进入汽提器，少量待生剂随反应油气进入后续分馏塔；来自脱碳系统的CO2经管线进入第二再生器中上部，从第二再生器顶部将温度700-780℃、携带催化剂微尘的含氧10-15％的烟气通过管道引入第一再生器底部，与来自汽提器的温度为470～600℃的待生剂和来自第二再生器的温度为700～780℃的再生剂形成的混合催化剂接触、升温、燃烧，催化剂停留时间16～26s，反应后的油气和待生剂经过旋风分离器组分离；
(2)从第一再生器顶部与半再生剂通过分离器组实现分离，温度为670～760℃的再生烟气进入压力能回收系统，温度降为530～610℃之后进入后续制氢过程，半再生剂引入第二再生器底部，从而完成催化剂循环；
(3)再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水后，送入变压吸附系统分离CO、N2和CO2；
(4)将水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应，并从生成气体中分离H2、CO2；
(5)分离出来的N2经压缩进入氮气罐，CO2经过净化收集。
8.根据权利要求7所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：再生烟气从压力能回收系统进行换热、洗涤、降温脱水的过程为再生烟气从压力能回收系统进入废热锅炉，温度降至200～250℃后进入洗涤系统，使用氨法脱硫技术实现一步完成降温脱水和洗涤脱除硫化物、氮化物，温度降至60℃以下，然后通过管线进入变压吸附系统；从变压吸附系统出来的废气全部或部分进入加压降温分离系统，实现N2、CO2的分离，气态CO2制成液态或固态CO2；水蒸气与CO送入装有催化剂的中温变换系统发生变换反应是从变压吸附系统出来的脱附气体变成主要含CO的气体，经换热器和再生烟气换热后，温度升至180-220℃，与蒸气混合，一起进入变换系统，所生成的气体经脱碳系统脱去CO2后，形成氢气。
9.根据权利要求7所述的催化裂化再生烟气制备氢和氮的方法，其特征是：所述的第一为管式再生器，第二再生器为床层再生器。
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