CN101575534B - 一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了石油化工催化裂化领域的一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法，以解决现有技术所存在的降低催化裂化再生催化剂温度的方式适用范围较小等问题。本发明装置包括设于再生器(1)下方的再生催化剂冷却器(4)，其底部封头内设有冷却主风分布器(8)。再生催化剂冷却器圆锥段的顶部与再生器的底部之间设有套管(5)，套管内设置有再生催化剂输送管(3)，两者之间形成环形空间(6)。再生催化剂冷却器与催化裂化装置的重油提升管反应器(12)之间设有再生斜管(11)。本发明还公开了采用上述装置降低催化裂化再生催化剂温度的方法。本发明可用于设置单根重油提升管反应器和设置多根提升管反应器的催化裂化装置。

Description

一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法

技术领域

本发明属于石油化工催化裂化领域，涉及一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法。

背景技术

目前，在石油化工行业催化裂化过程中所使用的一类催化裂化装置，设有单根重油提升管反应器，或设有多根提升管反应器(其中含有一根重油提升管反应器)。各提升管反应器顶部出口分别与各自的沉降器相连通，底部通过各自的再生斜管和再生立管与再生器相连通。在上述的催化裂化装置中，催化剂的再生温度一般为690～750℃。由于再生催化剂的温度较高，受装置热平衡的限制，重油提升管反应器的剂油比相对较小，一般为5～8(重油提升管反应器的剂油比为重油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)。因为剂油比的大小直接关系到与单位重量的进料接触进行催化裂化反应的活性中心数目，所以它对催化裂化反应的产品分布和产品性质有较大的影响。剂油比较大时，原料单程转化率高，回炼比降低，产品的选择性提高。提高重油提升管反应器的剂油比通常可采用降低再生催化剂温度或降低重油提升管反应器进料预热温度的方法。重油提升管反应器进料的粘度受温度的影响较大，温度较高时粘度降低，反之则粘度上升；为了便于输送和保证一定的雾化效果，重油提升管反应器进料的预热温度不宜过低。因此，降低重油提升管反应器进料预热温度的方法虽然简便易行，但其对提高剂油比的作用受到限制。另一方面，较高温度的再生催化剂与重油提升管反应器进料在接触的瞬间，会产生局部过热的现象，使一部分重油提升管反应器进料的温度超过600℃。过高的油剂接触温度会加大热裂化反应的程度，降低催化裂化反应的程度，使产品分布恶化，干气和焦炭产率上升、总液体收率下降(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)。因此，降低再生催化剂的温度是进一步提高重油提升管反应器剂油比的有效方法，对改善重油提升管反应器催化裂化反应的产品分布和产品性质具有重要作用。

中国专利CN100338185C公开的一种催化裂化方法及装置，将在轻烃提升管反应器反应后保留有高剩余活性(相当于再生催化剂活性的90％)、低温(500℃左右)的一部分或全部待生催化剂返回催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器的再生催化剂混合后进入重油提升管反应器，与重油提升管反应器进料接触反应。由于催化剂混合器中两股催化剂的热交换作用，再生催化剂被冷却，因而该催化剂混合器具有降低再生催化剂温度的作用。温度为630℃左右的混合催化剂进入重油提升管反应器参与反应，使剂油比得到显著提高，产品分布得到改善。该技术存在的主要问题是：仅适用于设置两根以上提升管反应器的催化裂化装置(包括重油提升管反应器和轻烃提升管反应器)，对于只设置单根重油提升管反应器的催化裂化装置，则不能用于降低再生催化剂的温度，因而该技术的适用范围较小。另外，轻烃提升管反应器待生催化剂的含碳量虽然较低，却主要覆盖在催化剂活性中心上，与再生催化剂混合后参与重油提升管反应器的反应时，因其含碳量高于再生催化剂、活性相对较低，对重油提升管反应器进料的裂化性能要劣于再生催化剂。

发明内容

本发明的目的是提供一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法，以解决现有技术所存在的降低催化裂化再生催化剂温度的方式适用范围较小、用于降低催化裂化再生催化剂温度的轻烃提升管反应器待生催化剂对重油提升管反应器进料的裂化性能劣于再生催化剂的问题。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置，其特征在于：该装置包括设于催化裂化装置再生器下方的再生催化剂冷却器，再生催化剂冷却器设有一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有封头，封头内设有冷却主风分布器，再生催化剂冷却器圆锥段的顶部与再生器的底部之间设有套管，套管内设置有再生催化剂输送管，两者之间形成环形空间，再生催化剂输送管的顶部入口位于再生器内密相催化剂床层的上部，底部出口位于再生催化剂冷却器内、冷却主风分布器的上方，催化裂化装置设有重油提升管反应器，再生催化剂冷却器与重油提升管反应器之间设有再生斜管，再生斜管由再生催化剂冷却器的封头伸入至再生催化剂冷却器内，在再生催化剂冷却器内的管段为垂直管段。

采用上述装置降低催化裂化再生催化剂温度的方法，其特征在于：来自再生器内的再生催化剂经再生催化剂输送管向下流动进入再生催化剂冷却器内，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经再生斜管进入重油提升管反应器，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流入再生器内，与待生催化剂接触进行烧焦再生。

采用本发明，具有如下的有益效果：本发明可灵活应用于多种催化裂化装置，包括只设置单根重油提升管反应器的催化裂化装置、设置多根提升管反应器的催化裂化装置(包括一根重油提升管反应器，还有汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器和/或劣质原料提升管反应器)，适用范围广。通入再生催化剂冷却器内的冷却主风，是单独供给的。另外，进入重油提升管反应器参与反应的催化剂，全部为冷却后的再生催化剂，其含碳量低、活性高，对重油提升管反应器的进料有较好的裂化性能。

本发明可有效地降低进入重油提升管反应器的再生催化剂的温度，对重油提升管反应器剂油比的独立调节具有较大的灵活性。可以降低再生催化剂与重油提升管反应器进料的瞬间接触温度，以减少热裂化反应；同时又可以提高重油提升管反应器内催化剂的循环量，从而提高剂油比(剂油比一般为5～20)，达到降低装置的干气和焦炭产率、提高液体收率、改善产品分布和产品性质的目的。与常规的单根重油提升管反应器催化裂化装置和常规的双提升管催化裂化装置(设有一根重油提升管反应器和一根汽油提升管反应器)相比，采用本发明方案，在使用相同的进料并采用相同的反应温度及反应压力的条件下，通过提高剂油比，在达到基本相同的转化率时(转化率指干气产率、液化气产率、汽油产率和焦炭产率之和)，可使重油提升管反应器的总液体收率提高0.25～3.8w％(w％为重量百分数)，干气产率降低0.15～2.2w％，焦炭产率降低0.15～2.0w％；同时还能使重油提升管反应器催化裂化汽油的研究法辛烷值(RON)提高0.2～2个单位，硫含量相对降低10～25w％。另外，还可以在一定程度上提高进料的单程转化率，降低操作的回炼比，提高重油提升管反应器的处理量并降低装置能耗。

本发明方案用于设置多根提升管反应器的催化裂化装置，冷却后的再生催化剂分别进入各根提升管反应器，同样会降低各根提升管反应器的干气和焦炭产率、改善产品分布、提高经济效益。

同CN100338185C公开的催化裂化方法及装置相比，由于本发明进入重油提升管反应器的催化剂全部为冷却后的再生催化剂，所以重油提升管反应器的干气和焦炭产率、液体收率、产品分布和产品性质等均会有所改善。

本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法，还具有操作简便、调控灵活、运行平稳等特点。

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。

附图说明

图1是本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置应用于设置单根重油提升管反应器的催化裂化装置上的示意图。

具体实施方式

参见图1，所示设置单根重油提升管反应器的催化裂化装置，设有重油提升管反应器12、沉降器18、再生器1。重油提升管反应器12的顶部出口与沉降器18相连通，沉降器18的下方设有沉降器汽提段17，沉降器汽提段17的下部设有待生斜管15，待生斜管15与再生器1相连通(连通于再生器1内的密相催化剂床层，附图标记23表示再生器1内的密相催化剂床层料位)。沉降器18内设有沉降器旋风分离器19。再生器1内设有再生器旋风分离器22，下部设有烧焦主风分布器14；再生器1的外部设有外取热器16。再生器1的底部为封头，形状一般为圆锥形、半球形等。上述的结构均是常规的。

参见图1，本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置，包括设于催化裂化装置再生器1下方的再生催化剂冷却器4。再生催化剂冷却器4设有一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有封头，封头内设有冷却主风分布器8。再生催化剂冷却器4圆锥段的顶部与再生器1的底部之间设有套管5，套管5内设置有再生催化剂输送管3，两者之间形成环形空间6。再生催化剂输送管3的顶部入口位于再生器1内密相催化剂床层的上部，底部出口位于再生催化剂冷却器4内、冷却主风分布器8的上方。再生催化剂冷却器4与催化裂化装置的重油提升管反应器12之间设有再生斜管11。再生斜管11由再生催化剂冷却器4的封头伸入至再生催化剂冷却器4内，在再生催化剂冷却器4内的管段为垂直管段111。垂直管段111的顶部为再生斜管11的入口112；再生斜管11的另一端为其出口，连接于重油提升管反应器12的底部。

再生催化剂冷却器4(包括冷却主风分布器8)、再生催化剂输送管3、套管5和再生斜管11，均为为金属构件(材料一般为碳钢)，构成本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置。套管5、再生斜管11和再生催化剂冷却器4的圆柱形筒体、圆锥段、封头的内表面，一般均内衬隔热耐磨衬里；再生催化剂输送管3的内外表面一般均需衬隔热耐磨衬里。圆柱形筒体是再生催化剂冷却器4的主体部分，其内直径D一般为1～6米，高度L一般为3～10米。再生催化剂冷却器4的圆锥段主要起连接作用，无严格的尺寸要求；封头一般为半球形封头。冷却主风分布器8(以及再生器1内的烧焦主风分布器14)可以采用催化裂化装置上常用的主风分布器，例如环管形、树枝形的主风分布器。

再生催化剂输送管3和套管5的横截面形状一般为圆形，同轴设置。再生催化剂输送管3的内直径一般为0.2～3米(通常为圆柱形筒体内直径D的八分之一至三分之一)，根据再生催化剂输送管3内再生催化剂循环量和再生催化剂的密度来确定；再生催化剂输送管3的长度一般为3～20米，根据装置高度确定。套管5与再生催化剂输送管3之间所形成的环形空间6的宽度b(套管5内表面半径与再生催化剂输送管3外表面半径的差值)一般为0.1～1.5米。再生催化剂输送管3的底部出口至冷却主风分布器8上表面的距离t一般为0.2～2米。再生斜管11的横截面形状一般为圆形，内直径一般为0.1～2米，根据再生斜管11内再生催化剂的循环量来确定。再生斜管11的入口112(位于垂直管段111的顶部)高于再生催化剂输送管3的底部出口高度，高度差a一般为0.5～5米，根据所需的再生催化剂冷却器4内催化剂的藏量来确定。

本发明方案不仅可用于上述设置单根重油提升管反应器的催化裂化装置，而且还适用于设置多根提升管反应器的催化裂化装置。设置多根提升管反应器的催化裂化装置，包括一根重油提升管反应器、再生器，还设有汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器和/或劣质原料提升管反应器；即设置一根重油提升管反应器，同时设置汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器、劣质原料提升管反应器中的任意1根至3根。各根提升管反应器的顶部出口分别与各自的沉降器相连通，各沉降器汽提段的下部分别设有待生斜管，与再生器相连通。按与图1相同的方式设置本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置，各部件的结构参数完全相同。不同之处仅在于：再生催化剂冷却器与各根提升管反应器之间分别设置1根再生斜管。各根再生斜管按与图1相同的方式设置，出口分别连接于各根提升管反应器的底部。有关的附图省略。

对于上述设置单根重油提升管反应器和设置多根提升管反应器的催化裂化装置，都可以在再生催化剂冷却器4与再生器1之间设置1～3根再生催化剂循环管2。再生催化剂循环管2一般是设置1根(如图1所示)，以使设备结构较为简单。参见图1，再生催化剂循环管2的入口与再生催化剂冷却器4的圆柱形筒体相连(一般是连接于圆柱形筒体的下部)，出口201位于再生器1内密相催化剂床层的上部。图1所示的再生催化剂循环管2，通过一段水平管段伸入再生器内，在再生器内设有一垂直管段，垂直管段的底部出口即为再生催化剂循环管2的出口201。再生催化剂循环管2还可以不设置上述的垂直管段，只通过一段水平管段伸入再生器内；水平管段的出口即为再生催化剂循环管2的出口，也要位于再生器1内密相催化剂床层的上部(图略)；为此水平管段要从图1所示的位置向下移动至与再生器1内密相催化剂床层上部的高度相同的位置。再生催化剂循环管2上设有输送风入口，用以通入输送风10。再生催化剂循环管2一般采用横截面为圆形的金属管(材料一般为碳钢)，通常内衬隔热耐磨衬里；其内直径一般为100～800毫米。再生催化剂循环管2的内直径和设置根数，均根据再生催化剂冷却器4内冷却后的再生催化剂经再生催化剂循环管2循环回再生器1内的量来确定。

再生斜管11、待生斜管15和再生催化剂循环管2上均设有流量控制阀16，以调节各管内催化剂的流量。流量控制阀16可以采用催化裂化装置上各种常用的流量控制阀，例如滑阀。

采用图1所示装置降低催化裂化再生催化剂温度的方法，步骤如下：来自再生器1内的再生催化剂经再生催化剂输送管3向下流动进入再生催化剂冷却器4内(再生器1内的再生催化剂由再生催化剂输送管3的顶部入口进入再生催化剂输送管3，由再生催化剂输送管3的底部出口进入再生催化剂冷却器4)，与由冷却主风分布器8通入再生催化剂冷却器4内的冷却主风7混合、换热。再生催化剂由再生催化剂输送管3的底部出口流出后，在冷却主风7的作用下在再生催化剂冷却器4内向上流动；冷却主风7吸收一部分再生催化剂的热量。冷却后的再生催化剂经再生斜管11进入重油提升管反应器12(冷却后的再生催化剂由再生斜管11的入口112进入再生斜管11，由再生斜管11的出口进入重油提升管反应器12)，被加热的冷却主风经套管5与再生催化剂输送管3之间的环形空间6向上流入再生器1内，与待生催化剂接触进行烧焦再生。冷却主风7被加热后进入再生器1，再生催化剂冷却器4起到了主风预热炉的作用。

再生催化剂输送管3内，再生催化剂的密度一般为300～650千克/立方米。再生催化剂冷却器4内，冷却后的再生催化剂形成密相催化剂床层，其料位41最高不高于圆柱形筒体高度L的三分之二，最低不低于再生斜管11的入口112。本发明所述再生催化剂冷却器4内冷却后的再生催化剂，即是指该密相催化剂床层中的催化剂。密相催化剂床层中催化剂的密度一般为300～650千克/立方米；密相催化剂床层体积与该催化剂密度相乘，即得到再生催化剂冷却器4内催化剂的藏量。再生催化剂冷却器4内催化剂的藏量根据重油提升管反应器12内催化剂的重量循环量进行控制。

对于还设置有汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器和/或劣质原料提升管反应器的催化裂化装置，再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂分别经各根再生斜管进入各根提升管反应器。有关的附图省略。

在上述的操作过程中，待生催化剂在再生器1内于常规催化裂化催化剂再生条件下进行烧焦再生，再生温度一般控制在690～750℃(再生器内催化剂的再生温度是指密相催化剂床层温度)，再生催化剂的含碳量一般为0.02～0.20w％，微反活性一般为55～75。再生烟气21经再生器旋风分离器22分离出催化剂后从再生器1的顶部排出。

再生催化剂冷却器4内的操作条件一般如下：冷却主风7与再生催化剂的重量流量之比为0.05∶1～0.4∶1，经再生催化剂输送管3进入再生催化剂冷却器4内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风7冷却至580～680℃。冷却主风7为空气；由冷却主风分布器8通入再生催化剂冷却器4内的冷却主风7的温度为20～50℃，被再生催化剂加热至240～500℃。

上述的操作条件中，较好的操作条件为：冷却主风7与再生催化剂的重量流量之比为0.1∶1～0.25∶1，经再生催化剂输送管3进入再生催化剂冷却器4内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风7冷却至600～660℃。由冷却主风分布器8通入再生催化剂冷却器4内的冷却主风7的温度为20～50℃，被再生催化剂加热至350～450℃。最好的操作条件为：冷却主风7与再生催化剂的重量流量之比为0.14∶1～0.16∶1，经再生催化剂输送管3进入再生催化剂冷却器4内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风7冷却至610～630℃。由冷却主风分布器8通入再生催化剂冷却器4内的冷却主风7的温度为20～50℃，被再生催化剂加热至380～420℃。

冷却主风7与再生催化剂的重量流量之比较大时，冷却后的再生催化剂的温度较低，被加热的冷却主风的温度也较低。冷却主风7与再生催化剂的重量流量之比较小时，结果相反。

经再生催化剂输送管3进入再生催化剂冷却器4内的再生催化剂的温度，在再生催化剂输送管3的底部出口处测量，与再生器1的再生温度基本相同(690～750℃)。再生催化剂冷却器4内被冷却主风7冷却后的再生催化剂由再生斜管11的入口112进入再生斜管11，垂直管段111相当于一个淹流管。冷却后的再生催化剂的温度(580～680℃)在再生斜管11的入口112处测量。被再生催化剂加热后的冷却主风的温度(240～500℃)，在套管5与再生催化剂输送管3之间的环形空间6内测量。在环形空间6内，加热后冷却主风的温度基本不变，并按此温度由环形空间6在再生器1的底部所形成的环形孔进入再生器1。

通入再生催化剂冷却器4内的冷却主风7的流量，根据冷却主风7的温度、进入再生催化剂冷却器4内的再生催化剂的温度、再生催化剂冷却器4内催化剂藏量的热平衡计算而得。再生催化剂冷却器4内被加热的冷却主风进入再生器1，同时经烧焦主风分布器14向再生器1内通入烧焦主风13(预热至380～420℃的空气)，两股主风混合后共同与待生催化剂接触进行烧焦再生。被加热的冷却主风与烧焦主风13的流量之和为再生器1的烧焦总风量；烧焦总风量根据催化裂化装置的生焦率来计算(一般情况下燃烧1千克焦炭需10～14立方米的空气)。

当冷却主风7的流量足够时，再生器1可以只使用被加热的冷却主风作为烧焦空气，再生器1的烧焦总风量即为冷却主风7的流量；此时不必经烧焦主风分布器14向再生器1内通入烧焦主风13。

在再生催化剂冷却器4与再生器1之间设置1～3根再生催化剂循环管2时，并且在外取热器16的取热量不足的条件下，再生催化剂冷却器4内冷却后的一部分再生催化剂可经再生催化剂循环管2、在由输送风入口通入的输送风10的作用下进入再生器1内的密相催化剂床层(由再生催化剂循环管2的出口201进入)。这样可降低再生器1内的催化剂再生温度，使之保持在690～750℃，防止再生器超温、烧坏设备与催化剂。输送风10一般为20～50℃的空气。再生催化剂循环管2内的催化剂密度一般为200～600千克/立方米，输送风10的流量(重量流量)据此来确定。再生催化剂冷却器4内冷却后的再生催化剂经再生催化剂循环管2循环回再生器1内的量，根据所要控制的再生器1内密相催化剂床层的温度(690～750℃)来确定。

再生催化剂输送管3的底部出口、再生斜管11的入口112以及再生催化剂循环管2的入口，均位于再生催化剂冷却器4内的密相催化剂床层中。

参见图1，再生催化剂冷却器4内冷却后的再生催化剂经再生斜管11进入重油提升管反应器12的底部，与重油提升管反应器进料9接触后沿重油提升管反应器12上行进行反应。进入重油提升管反应器12底部的再生催化剂的温度基本上等于再生催化剂冷却器4内冷却后的再生催化剂的温度(580～680℃)。重油提升管反应器12内的反应结束后，反应物流由重油提升管反应器12的顶部出口进入沉降器18，通过沉降器旋风分离器19进行待生催化剂与油气分离；分离出的重油提升管反应器反应生成油气20进入分馏系统进行分馏以得到所需产品，分离出的待生催化剂在沉降器汽提段17经水蒸汽汽提后通过待生斜管15进入再生器1内进行烧焦再生，烧焦再生后的催化剂经再生催化剂输送管3进入再生催化剂冷却器4内进行冷却；上述的操作过程连续循环进行。在以上的操作过程中，沉降器汽提段17的操作条件是常规的；汽提介质为水蒸汽，汽提温度一般为480～520℃。来自重油提升管反应器12的经沉降器汽提段17汽提的待生催化剂的温度一般为470～520℃，含碳量一般为0.5～1.5w％，微反活性一般为33～53。

重油提升管反应器进料9在重油提升管反应器12内进行反应的条件，除剂油比外均为常规催化裂化条件。重油提升管反应器12的主要操作条件一般如下：反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5.0s(s为秒)，剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40MPa。催化剂采用现有常用的各种催化裂化催化剂，例如CC-20D。重油提升管反应器进料9包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油。本领域的技术人员对重油提升管反应器12的操作和控制过程是清楚的，可以根据具体操作情况选用操作条件。

对于设置多根提升管反应器的催化裂化装置，再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂分别经各根再生斜管进入各根提升管反应器参与反应。进入各根提升管反应器底部的再生催化剂的温度基本上均为580～680℃。除重油提升管反应器以外的其它提升管反应器，根据不同的加工目的，可分为如下几种类型：(1)汽油提升管反应器，进料为催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油。①当以降低汽油烯烃含量为主要目的时，操作条件一般为：反应温度为400～500℃，反应时间为1.5～3.0s，剂油比为4～10，反应绝对压力为0.20～0.30MPa。②当以提高汽油辛烷值或增产低碳烯烃(指丙稀或乙烯)为主要目的时，操作条件一般为：反应温度为530～560℃，反应时间为2.0～3.0s，剂油比为10～30，反应绝对压力为0.15～0.20MPa。(2)轻烃提升管反应器，进料为碳四组分，以制取烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，操作条件一般为：反应温度为600～630℃，反应时间为4.0～6.0s，剂油比为20～50，反应绝对压力为0.15～0.20MPa。(3)劣质原料提升管反应器，进料为回炼油、油浆、焦化蜡油；目的是对这些劣质原料单独进行改质处理。操作条件一般为：反应温度为480～520℃，反应时间为3.0～4.0s，剂油比为8～12，反应绝对压力为0.20～0.30MPa。

设置多根提升管反应器的催化裂化装置及其操作过程，除采用本发明方案向各根提升管反应器输送经过冷却的再生催化剂以及各提升管反应器采用的剂油比以外，其余均与现有技术基本相同，所以只进行上述的简要说明。各提升管反应器的剂油比，为各提升管反应器内催化剂的重量循环量与各提升管反应器进料的重量流量之比。再生催化剂冷却器内催化剂的藏量，根据各提升管反应器内催化剂的重量循环量的总和进行控制。在将再生催化剂冷却器内冷却后的一部分再生催化剂经再生催化剂循环管循环回再生器时，确定再生催化剂冷却器内催化剂的藏量还要加入这部分催化剂的量。

采用本发明方案降低再生催化剂的温度，可以降低提升管反应器进料与再生催化剂的接触温度，相应提高各提升管反应器的剂油比，从而降低干气和焦炭产率、改善产品分布，取得良好的效果。

对比例与实施例

对比例

在常规的设置单根重油提升管反应器的催化裂化中试装置上进行试验(未设置本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置)。重油提升管反应器加工大庆催化原料，处理量为30kg/d(千克/天)，进行模拟全回炼操作；使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。再生器内催化剂的再生温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为62；进入再生器的烧焦主风(预热空气)温度为400℃。再生器与重油提升管反应器底部之间设有再生斜管，再生器内的再生催化剂(700℃)经再生斜管进入重油提升管反应器。沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

重油提升管反应器进料性质见表1，重油提升管反应器的操作条件、产品分布和所产汽油的部分性质见表2。对比例中，中试装置按常规操作，重油提升管反应器的操作是以生产车用燃料馏分(汽油和柴油)为主要目的。

实施例1

在图1所示设置单根重油提升管反应器的催化裂化中试装置上进行试验。中试装置设有本发明降低催化裂化再生催化剂温度的装置，但未设置再生催化剂循环管，再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂不经再生催化剂循环管循环回再生器内。

重油提升管反应器加工大庆催化原料，处理量为30kg/d，进行模拟全回炼操作；使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

重油提升管反应器进料性质与对比例相同，见表1。再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质见表3。实施例1中，中试装置按本发明所述的方式操作。重油提升管反应器的操作是以生产车用燃料馏分为主要目的，以下的实施例2～实施例3同此。

实施例2

再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质见表4。实施例2所使用的试验装置，重油提升管反应器进料、处理量、模拟全回炼操作方式和使用的催化裂化催化剂，以及沉降器汽提段的汽提介质和汽提温度，与实施例1相同。

实施例3

再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质见表5。实施例3所使用的试验装置，重油提升管反应器进料、处理量、模拟全回炼操作方式和使用的催化裂化催化剂，以及沉降器汽提段的汽提介质和汽提温度，与实施例1相同。

表1重油提升管反应器进料性质(对比例，实施例1～实施例3)

重油提升管反应器进料	大庆催化原料
		密度(20℃)，千克/立方米	906.2
残炭，w％	4.0
		族组成，w％
饱和烃	62.5
		芳烃	25.4
胶质+沥青质	12.1
		硫含量，μg/g	2050

表2重油提升管反应器的操作条件、产品分布和所产汽油的部分性质(对比例)

重油提升管反应器反应温度，℃	510
		重油提升管反应器反应时间，s	2.80
重油提升管反应器剂油比	6.1
		重油提升管反应器反应绝对压力，MPa	0.23
重油提升管反应器回炼比(重量比)	0.22
		重油提升管反应器产品分布，w％
干气	4.40
		液化气	13.75
汽油(＜180℃馏分)	44.39
		柴油	28.45
焦炭	8.65
		损失	0.36
合计	100.00
		重油提升管反应器转化率，w％	71.19
重油提升管反应器总液体收率，w％	86.59
		重油提升管反应器汽油RON	89.5
重油提升管反应器汽油硫含量，μg/g	180

表3再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质(实施例1)

再生器内催化剂的再生温度，℃	701
		再生催化剂的含碳量，w％	0.03
再生催化剂的微反活性	62
		向再生器内通入的烧焦主风(预热空气)温度，℃	382
进入再生催化剂冷却器内的来自再生器的再生催化剂温度，℃	701
		由冷却主风分布器通入再生催化剂冷却器内的冷却主风温度，℃	35
再生催化剂冷却器内由冷却主风分布器通入的冷却主风与来自再生器的再生催化剂的重量流量之比	0.05∶1
		再生催化剂冷却器内由冷却主风冷却后的再生催化剂温度，℃	680
再生催化剂冷却器内被来自再生器的再生催化剂加热后的冷却主风的温度，℃	450
		重油提升管反应器反应温度，℃	510
重油提升管反应器反应时间，s	2.78
		重油提升管反应器剂油比	6.9
重油提升管反应器反应绝对压力，MPa	0.23
		重油提升管反应器回炼比(重量比)	0.21
重油提升管反应器产品分布，w％
		干气	4.24
液化气	14.82
		汽油(＜180℃馏分)	44.79
柴油	27.41
		焦炭	8.37
损失	0.37
		合计	100.00
重油提升管反应器转化率，w％	72.22
		重油提升管反应器总液体收率，w％	87.02
重油提升管反应器汽油RON	89.8
		重油提升管反应器汽油硫含量，μg/g	161

表4再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质(实施例2)

再生器内催化剂的再生温度，℃	703
		再生催化剂的含碳量，w％	0.03
再生催化剂的微反活性	62
		向再生器内通入的烧焦主风(预热空气)温度，℃	380
进入再生催化剂冷却器内的来自再生器的再生催化剂温度，℃	703
		由冷却主风分布器通入再生催化剂冷却器内的冷却主风温度，℃	35
再生催化剂冷却器内由冷却主风分布器通入的冷却主风与来自再生器的再生催化剂的重量流量之比	0.15∶1
		再生催化剂冷却器内由冷却主风冷却后的再生催化剂温度，℃	615
再生催化剂冷却器内被来自再生器的再生催化剂加热后的冷却主风的温度，℃	410
		重油提升管反应器反应温度，℃	510
重油提升管反应器反应时间，s	2.71
		重油提升管反应器剂油比	13.8
重油提升管反应器反应绝对压力，MPa	0.23
		重油提升管反应器回炼比(重量比)	0.11
重油提升管反应器产品分布，w％
		干气	2.30
液化气	16.62
		汽油(＜180℃馏分)	47.29
柴油	26.05
		焦炭	7.36
损失	0.38
		合计	100.00
重油提升管反应器转化率，w％	73.57
		重油提升管反应器总液体收率，w％	89.96
重油提升管反应器汽油RON	90.2
		重油提升管反应器汽油硫含量，μg/g	152

表5再生器、再生催化剂冷却器和重油提升管反应器的操作条件，以及重油提升管反应器的产品分布和所产汽油的部分性质(实施例3)

再生器内催化剂的再生温度，℃	701
		再生催化剂的含碳量，w％	0.03
再生催化剂的微反活性	62
		向再生器内通入的烧焦主风(预热空气)温度，℃	380
进入再生催化剂冷却器内的来自再生器的再生催化剂温度，℃	701
		由冷却主风分布器通入再生催化剂冷却器内的冷却主风温度，℃	35
再生催化剂冷却器内由冷却主风分布器通入的冷却主风与来自再生器的再生催化剂的重量流量之比	0.35∶1
		再生催化剂冷却器内由冷却主风冷却后的再生催化剂温度，℃	591
再生催化剂冷却器内被来自再生器的再生催化剂加热后的冷却主风的温度，℃	350
		重油提升管反应器反应温度，℃	510
重油提升管反应器反应时间，s	2.76
		重油提升管反应器剂油比	20.8
重油提升管反应器反应绝对压力，MPa	0.23
		重油提升管反应器回炼比(重量比)	0.13
重油提升管反应器产品分布，w％
		干气	2.24
液化气	17.52
		汽油(＜180℃馏分)	47.91
柴油	24.35
		焦炭	7.63
损失	0.35
		合计	100.00
重油提升管反应器转化率，w％	75.30
		重油提升管反应器总液体收率，w％	89.78
重油提升管反应器汽油RON	90.6
		重油提升管反应器汽油硫含量，μg/g	142

Claims (6)

1.一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置，其特征在于：该装置包括设于催化裂化装置再生器(1)下方的再生催化剂冷却器(4)，再生催化剂冷却器(4)设有一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有封头，封头内设有冷却主风分布器(8)，再生催化剂冷却器(4)圆锥段的顶部与再生器(1)的底部之间设有套管(5)，套管(5)内设置有再生催化剂输送管(3)，两者之间形成环形空间(6)，再生催化剂输送管(3)的顶部入口位于再生器(1)内密相催化剂床层的上部，底部出口位于再生催化剂冷却器(4)内、冷却主风分布器(8)的上方，催化裂化装置设有重油提升管反应器(12)，再生催化剂冷却器(4)与重油提升管反应器(12)之间设有再生斜管(11)，再生斜管(11)由再生催化剂冷却器(4)的封头伸入至再生催化剂冷却器(4)内，在再生催化剂冷却器(4)内的管段为垂直管段(111)，再生催化剂冷却器(4)与再生器(1)之间设有1～3根再生催化剂循环管(2)，再生催化剂循环管(2)的入口与再生催化剂冷却器(4)的圆柱形筒体相连，出口(201)位于再生器(1)内密相催化剂床层的上部，再生催化剂循环管(2)上设有输送风入口。

2.根据权利要求1所述降低催化裂化再生催化剂温度的装置，其特征在于：催化裂化装置还设有汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器和/或劣质原料提升管反应器，再生催化剂冷却器与各根提升管反应器之间分别设置1根再生斜管。

3.一种采用权利要求1所述装置降低催化裂化再生催化剂温度的方法，其特征在于：来自再生器(1)内的再生催化剂经再生催化剂输送管(3)向下流动进入再生催化剂冷却器(4)内，与由冷却主风分布器(8)通入再生催化剂冷却器(4)内的冷却主风(7)混合、换热，冷却后的再生催化剂经再生斜管(11)进入重油提升管反应器(12)，被加热的冷却主风经套管(5)与再生催化剂输送管(3)之间的环形空间(6)向上流入再生器(1)内，与待生催化剂接触进行烧焦再生，再生催化剂冷却器(4)内冷却后的一部分再生催化剂经再生催化剂循环管(2)、在由输送风入口通入的输送风(10)的作用下进入再生器(1)内的密相催化剂床层，再生催化剂冷却器(4)内，冷却主风(7)与再生催化剂的重量流量之比为0.05∶1～0.4∶1，经再生催化剂输送管(3)进入再生催化剂冷却器(4)内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风(7)冷却至580～680℃，冷却主风(7)为空气，由冷却主风分布器(8)通入再生催化剂冷却器(4)内的冷却主风(7)的温度为20～50℃。

4.根据权利要求3所述降低催化裂化再生催化剂温度的方法，其特征在于：催化裂化装置还设有汽油提升管反应器、轻烃提升管反应器和/或劣质原料提升管反应器，再生催化剂冷却器与各根提升管反应器之间分别设置1根再生斜管，再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂分别经各根再生斜管进入各根提升管反应器。

5.根据权利要求3所述降低催化裂化再生催化剂温度的方法，其特征在于：再生催化剂冷却器(4)内，冷却主风(7)与再生催化剂的重量流量之比为0.1∶1～0.25∶1，经再生催化剂输送管(3)进入再生催化剂冷却器(4)内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风(7)冷却至600～660℃。

6.根据权利要求5所述降低催化裂化再生催化剂温度的方法，其特征在于：再生催化剂冷却器(4)内，冷却主风(7)与再生催化剂的重量流量之比为0.14∶1～0.16∶1，经再生催化剂输送管(3)进入再生催化剂冷却器(4)内的再生催化剂的温度为690～750℃，被冷却主风(7)冷却至610～630℃。

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