CN101665713B - 一种冷再生催化剂循环方法及其设备 - Google Patents

Abstract

本发明提供一种冷再生催化剂的循环方法及其应用：来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200-720℃不与热再生催化剂混合直接进入、或者与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂混合后进入提升管反应器；烃类原料在提升管反应器与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后返回提升管反应器循环使用。本发明的冷再生催化剂循环方法应用广泛，可用于各种流化催化裂化过程包括重油催化裂化、蜡油催化裂化、汽油催化转化改质等，也可用于其它气固反应过程包括渣油预处理、流化焦化等。

Description

一种冷再生催化剂循环方法及其设备

技术领域

本发明属于催化裂化领域，特别涉及利用冷再生催化剂循环方法及其设备进行重油催化转化和劣质汽油的催化转化。

背景技术

随着原油质量的劣质化及重质化趋势的日益加剧，催化裂化的渣油掺炼比的不断提高，催化裂化、焦化、热裂化等工艺生产汽油的质量变得更差。汽油中的烯烃一方面是高辛烷值有效组分，另一方面在燃烧过程中生产较多的污染物污染环境。利用传统的加氢精制虽然能够将汽油中的烯烃降到很低，但却大幅度地损失了辛烷值。为了解决上述问题，提高汽油产品的质量，国外炼油界也做了大量的研究工作。

洛阳石油化工工程公司开发的灵活多效催化裂化工艺(CN92105596.X)采用双提升管反应器，一个提升管作为汽油改质反应区，另一个提升管作为FCC主提升管反应区，利用高活性催化剂改质汽油，该工艺要兼顾主提升管重油催化裂化的反应条件，汽油改质的反应条件受到限制，可使FCC汽油烯烃降低10～30个体积百分点。

中国石油大学(华东)采用两段串联提升管工艺技术(CN1302843A)，反应油气串联、催化剂接力操作，实现提高轻质油收率，改善催化汽油质量的目的烯烃体积含量，但该技术采用两段提升管反应油气串联、催化剂接力的工艺，必然使工艺流程十分复杂、装置操作的灵活性受到限制，同时由于两段提升管反应油气串联操作，汽油改质反应与其它组分反应相互影响，目的产品选择性受到影响，汽油烯烃体积含量降幅有限，可降低15个体积百分点左右。

重油催化裂化因原料重，残炭值高，使焦炭产率上升，热量多于系统所需热量，造成热量过剩。因此，重油催化裂化装置必须安装取热设施，从系统中取出过剩热量，才能够维持两器热量平衡。现有重油催化裂化过程中取出系统过剩热量的催化剂冷却器种类很多。

US5451313公开一种FCC方法，其中通过待生剂与再生剂一起循环来降低方法的苛刻度，改进进料的雾化，促进与催化剂的接触。但未提出催化剂冷却器同时用于再生器床层冷却和提升管裂化进料的再生剂冷却。

UOP公司开发的“x设计”技术(<<世界石油科学>>，1996，3(9))，特点是部分待生剂(待再生催化剂)不经烧碳再生而与再生剂在混合罐掺混后直接返回提升管反应器，因再生剂降温，使剂油比提高。该技术的缺点是再生剂和待生剂直接混合，使进入提升管反应器的催化剂活性降低，不利于催化裂化反应。

现行取热技术即催化剂冷却技术因冷再生催化剂返回再生器密相段仅具有取热功能，而无法对反应系统的操作条件进行优化，因此现行反应再生系统的技术又都有其不足之处。

在上述现有技术的基础上，本发明的目的是提供一种主要用于重质原料的催化裂化和汽油催化改质的冷再生催化剂循环方法，以解决当前催化裂化的渣油掺炼比提高和汽油升级换代过程中所遇到的问题。

本发明的另一目的是在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的前提下，通过冷再生催化剂循环方法，降低进入反应器的再生剂之温度，提高原料油预热温度，改善原料油雾化效果，提高剂油比，改善重油催化裂化的产品分布，提高液体收率。

本发明的另一目的是，在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的前提下，通过冷再生催化剂循环方法，降低进入反应器的再生剂之温度，在保证适宜剂油比的前提下，降低汽油改质提升管的反应温度，提高汽油提升管的催化剂活性，促进氢转移、异构化、芳构化等反应的进行，降低焦炭和气体的产率，从而提高汽油和轻镏分的产率提高，汽油辛烷值，降低油品烯烃和杂质含量。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是提供一种冷再生催化剂或接触剂(以下均简称催化剂)循环方法，利用催化裂化过程常用的催化剂冷却技术，在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使剂油比成为独立可调变量。

本发明提供一种冷再生催化剂循环方法及其设备，具体技术方案详述于下：

一种冷再生催化剂循环方法及其设备，其特征在于包括一个流化催化裂化过程：烃类原料在提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用，具体特征如下：

1)再生器设有一个、两个或多个催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；所述的与提升管反应器(或流化床反应器)相连接的催化剂冷却器设置于再生器的外部或内部，或者设置于与其相连接提升管反应器的下面；

2)所述的催化剂冷却器壳体催化剂入口直接(或通过管道)与再生器密相连接，内部设有取热元件，下部设有流化介质分布设施，下游设有催化剂混合缓冲空间，上部设有或不设返回再生器稀相的气体通道；

3)所述的催化剂冷却器下游催化剂混合缓冲空间设置有一个、两个或多个催化剂出口，其中一个、两个或多个催化剂出口分别连接冷催化剂输送通道用于输送冷再生催化剂循环至一个、两个或多个提升管(反应器或辅助提升管)；另一个、两个或多个(或不设)催化剂出口分别连接冷催化剂输送通道用于输送冷再生催化剂返回再生器；所述的至提升管的冷催化剂输送通道全部设置于所述催化剂冷却器壳体外部，或者全部(或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内部；所述的返回再生器的冷催化剂返回通道全部设置于所述催化剂冷却器壳体外部，或者全部(或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内部；

4)所述提升管反应器设有一个、两个或多个反应区，带有或不带有流化床反应器；在冷再生催化剂进入提升管反应器或流化床反应器前设有(或不设)预提升段，用预提升介质将所述冷再生催化剂输送至提升管反应器或流化床反应器；所述预提升段可以全部设置于与其相连接的催化剂冷却器壳体外部，或者全部(或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内部；

5)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200～720℃直接进入提升管反应器预提升区或/和各反应区，或/和与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂后进入提升管反应器预提升区或/和各反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入提升管预提升区，经预提升介质提升温度达到均衡后进入提升管反应器各反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入提升管反应器预提升区或/和各反应区；循环使用。

设置(或不设)一个、两个或多个辅助提升管，所述的冷再生催化剂经辅助提升管用预提升介质提升至一个、两个或多个提升管反应器或流化床反应器各反应区作为冷激剂，循环使用。

步骤5)所述的来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到360～650℃。

所述的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量或其它参数进行控制；或者通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或其它参数进行控制。

所述的混合再生催化剂的温度通过调节所述冷热再生催化剂的比例而得到控制。

所述的提升管反应器或流化床反应器各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节所述冷再生催化剂或所述混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。

所述催化剂冷却器的取热介质包括水、蒸汽、空气或各种油品。

所述的冷再生催化剂循环方法及其设备应用广泛，用于各种流化催化裂化过程包括重油催化裂化、蜡油催化裂化、汽油催化改质或轻烃催化转化，或者用于其它气固流态化反应烧焦过程包括渣油预处理、甲醇制乙烯、流化焦化或灵活焦化。

所述的冷再生催化剂循环方法及其设备单独实施，用于各种流化催化裂化过程的一个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区；或者联合实施，同时用于具有不同功能的两个或多个提升管反应器中的一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区包括用于双提升管催化裂化装置的重油提升管和汽油提升管或加工不同原料的两个或多个提升管其中的一个、两个或多个提升管反应器。

所述催化剂冷却器的催化剂是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂；或者是任何碳含量的接触剂或焦粒。

催化剂冷却器为成熟工业设备，本发明的方法及其装置可采用各种结构形式(如上流式、下流式等)，催化剂输送通道也可采用各种具体连接结构(如内循环管、Y型、U型外输送(循环)管等)，本领域普通技术人员对其具体结构、连接型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

进入提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的上述混合再生催化剂的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例而得到独立控制。上述经催化剂冷却器冷却后的冷再生催化剂直接进入提升管反应器(或流化床反应器)时，进入提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的冷再生催化剂温度主要通过调节流化介质和/或取热介质的流量或其它参数进行控制；或者主要通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或其它参数进行控制。因此，提升管反应器(或流化床反应器)的剂油比(再生催化剂与原料的比例)和反应温度均可得到独立控制。

根据工艺要求，调节再生器温度的催化剂冷却器可以不设，或/和调节提升管反应器(或流化床反应器)各反应区反应温度的催化剂冷却器中的任意一个、两个或多个也可以不设，热再生催化剂直接进入提升管。

调节再生器温度的催化剂冷却器不设，仅设一个、两个或多个与提升管反应器(或流化床反应器)相连接的催化剂冷却器时，再生器温度主要通过调节反应再生系统的热平衡进行控制，或/和主要通过调节这些催化剂冷却器中的一个、两个或多个的流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的催化剂等的流量或其它参数进行控制。

调节提升管反应器(或流化床反应器)各反应区反应温度的催化剂冷却器中的任意一个、两个或多个不设时，再生器温度主要通过调节反应再生系统的热平衡进行控制；或/和主要通过调节不与提升管相连的催化剂冷却器的流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的催化剂等的的流量或其它参数进行控制；或/和主要通过调节与提升管相连的催化剂冷却器的流化介质和/或取热介质，和/或返回再生器的催化剂等的流量或其它参数进行控制。

上述提升管反应器(或流化床反应器)各反应区的反应温度主要通过调节剂油比(在上述冷催化剂返回通道设置控制元件如滑阀、塞阀等)，或/和主要通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂的温度进行控制，使其分别保持在最佳值。

当然还可有许多其他控制设备和控制方法，本领域普通技术人员对其非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

上述流化介质、输送介质可以是空气、蒸汽等，取热介质可以是水、蒸汽、空气、各种油品等。上述预提升介质可以是水、蒸汽、各种炼厂干气等。

上述进入催化剂冷却器的再生催化剂可以是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂。上述进入催化剂冷却器的再生催化剂还包括任何碳含量的接触剂或焦粒等。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备可用于各种反应再生型式(如同轴式、并列式等)的催化裂化装置，与再生器有多种组合型式，如设置于第一再生器、设置于第二再生器等，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

采用本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备的催化裂化装置，其反应产物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行，可以采用提升管催化裂化工艺及装置使用的各种反应再生型式包括各种提升管型式(包括等直径或变直径、带有或不带有流化床反应器等)、各种再生型式及其各种组合型式。待生催化剂在再生器中于常规催化裂化催化剂再生条件下进行烧焦再生，一般再生温度控制在630～800℃(优选680-730℃)。

提升管催化裂化工艺及装置为成熟工业过程，本领域普通技术人员对其组合型式、操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。本发明对其催化剂选用和工艺条件没有任何限制。

本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备应用广泛，可用于各种流化催化裂化过程包括重油催化裂化、蜡油催化裂化、轻烃(液化石油气、碳四、碳五、汽油等)催化转化等，也可用于其它气固流态化反应烧焦过程包括渣油预处理、甲醇制乙烯、流化焦化、灵活焦化等。所述的冷再生催化剂循环方法及其设备可单独实施，用于各种流化催化裂化过程的一个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区，根据工艺需要可设有一个、两个或多个辅助提升管输送至提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂；或者联合实施，同时用于具有不同功能的两个或多个提升管反应器中的一个、两个或多个提升管反应器(或流化床反应器)各反应区包括用于双提升管催化裂化装置的重油提升管和汽油提升管、加工不同原料的两个或多个提升管等中的一个或两个提升管反应器各反应区，根据工艺需要可设有一个、两个或多个辅助提升管输送至提升管反应器(或流化床反应器)各反应区作为冷激剂。

本发明的冷再生剂循环方法及其设备可应用于重油催化裂化工艺，重质石油烃类与来自重油提升管预提升区(也可不设)的冷再生催化剂混合进入重油提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比(剂油比)一般为3～15，优选5～12。

应用本发明的重油催化裂化工艺与现有技术相比，重油提升管反应器操作条件相对独立，反应温度、剂油比和原料预热温度等操作条件可以根据重油性质和反应要求灵活调节。因此能提高掺渣比，加工劣质重油，提高轻油收率；其降低汽油烯烃体积含量的效果更加显著，兼有提高汽油辛烷值、降低其油品杂质含量的特点，同时具有可操作性强、简单灵活、应用广泛的优势。

与现有技术相比有如下优点：

1)原料的雾化效果更好。

在不降低再生温度的条件下，靠降低再生催化剂温度，使剂油比成为独立可调变量。在相同提升管混合温度下，可提高剂油比，提高原料预热温度，改进原料的雾化，促进与催化剂的接触，从而降低焦碳和干气产率。

2)重油提升管反应器可灵活调节各反应区的反应温度和再生器的再生温度，使其保持在最佳值。因此重油提升管各反应区可采用更适宜的反应时间和更适宜的反应温度。

3)可采用更高的再生温度。

再生温度不受剂油比和原料预热温度制约，再生温度可以提高，有利于高效再生，并起到钝化重金属的作用。高再生温度使烟气带出热量增多，取热量减少。

4)催化剂的活性更高。

因再生剂温度降低，再生剂在提升管预提升段的水热失活减轻。

5)可加工更重的烃类原料。

减压渣油的掺炼比可达到100％，即加工100％的减压渣油，降低不希望的产物如焦炭和气体的产率，同时提高汽油和轻镏分的产率，提高汽油辛烷值、降低油品烯烃和杂质含量，从而提高了该技术的经济性。

6)可提高处理能力

原料及产品方案等条件不变时，因焦碳和干气产率降低，处理能力可提高15-20％。

7)与其他技术共同使用，效果更好。

使用本技术，并不影响其他技术的使用，如与现行密相段取热技术，提升管反应终止剂注入技术，多反应区多点进料技术等同时使用，效果更好。当然也可与许多其他工艺技术和方法同时使用，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

与单独采用混合温度控制技术、注终止剂等技术相比，取热温位高，热量利用更加合理。

本发明的冷再生剂循环方法及其设备也可应用于汽油催化转化，提升管反应器操作条件相对独立，反应温度、剂油比和原料预热温度等操作条件可以根据反应要求灵活调节。

本发明所采用的方法与现有技术相比，其降低汽油烯烃体积含量的效果更加显著，兼有提高汽油辛烷值、降低其油品杂质含量的特点，同时具有可操作性强、简单灵活、应用广泛的优势。与现有技术相比，劣质汽油经本发明的催化转化装置后，汽油中烯烃体积含量可降低为30～70％，辛烷值(RON)可提高0.5～40个单位，汽油中的硫含量降低30～70％(重量)。

经过预热(或不预热)后的汽油(气态或液态)进入提升管，与来自汽油提升管预提升区(也可不设)的冷再生催化剂混合进入汽油提升管反应器(带有或不带有流化床反应器)，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫、氮含量，提高辛烷值的目的。

应用本发明的汽油催转化化改质工艺主要操作条件如下：反应温度350-650℃(优选400-600℃)、绝对压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)。

本发明的汽油催化转化工艺可与重油催化裂化工艺联合实施，也可以单独实施。汽油提升管反应器操作条件调节相对独立，更加灵活，改质反应温度等条件可以根据市场情况灵活调节：

1)采用较低的反应温度，生产低硫、低烯烃汽油。

以降低汽油烯烃和硫含量为目的生产清洁汽油时，反应温度可以很低(350-520℃，优选400-480℃)，使异构化、氢转移、芳构化、烷基化等理想的二次反应在有时间保证的前提下占据绝对优势。轻油收率大于98.5％。

2)采用较高的反应温度，多产液化气、轻烯烃，同时生产低硫、低烯烃汽油。

当需要多产液化气、轻烯烃时，反应温度又可以很高(500-650℃，优选520-600℃)，使烯烃裂化等反应占主导，同时实现提高柴汽比、降低汽油烯烃和硫含量，生产高辛烷值清洁汽油的目的。

该汽油馏分可以是全馏分，例如，初馏点至220℃左右的馏分：也可以是其中的部分窄馏分，例如，70～145℃馏分。该汽油馏分可以是一次加工汽油馏分如直馏汽油、凝析油等、二次加工汽油馏分如焦化汽油、FCC汽油、减粘汽油、热裂化汽油等或一种以上的汽油馏分的混合物。该汽油馏分的烯烃含量可以为0～80重％，并含有少量的硫、氮等杂质，例如，硫含量大于200ppm，氮含量大于30ppm。

所述的全馏分或窄馏分的劣质汽油是包括直馏汽油、凝析油、催化裂化汽油、热裂化汽油、减粘汽油、焦化汽油、裂解制乙烯汽油在内的汽油中的一种、两种、多种及其混合汽油。

附图说明

附图是为了说明本发明而绘制的，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

附图1为本发明的一种典型示意图。

附图2-4为应用本发明的重油催化转化装置的典型示意图。

下面结合附图进一步阐述本发明。

附图1：为本发明的典型示意图(1个冷再生催化剂循环过程)

如附图1所示：本发明的冷再生催化剂循环包括沉降器1，提升管反应器2包括预提升区4、再生器5。再生器5与沉降器1汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通再生器5与汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。

再生器设有2个内或外取热设备，即催化剂冷却器，包括与再生器密相直接(或通过管道)连接的催化剂入口、下部混合缓冲空间、内部取热元件(包括套管式、蛇管式等)、下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器8A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。另一催化剂冷却器(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。35A为流化介质如空气、蒸汽等，36A为提升介质如空气、蒸汽等，37A为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。

再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9A。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器8A(下部混合缓冲空间9A)的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量和/或冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

为方便控制进入提升管反应器反应区的温度，还可设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)(图中未画出)将再生器5直接与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在提升管反应器预提升区4混合后经预提升介质32(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升温度达到均衡。

重油提升管反应器还可以设置2个反应区，冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管，经预提升介质输送至提升管反应器第2反应区作为冷激剂(图中未画出)。

根据工艺要求，主要用于调节再生器温度的催化剂冷却器可以不设。再生器5的温度通过调节流化介质35A包括空气、蒸汽等的流量和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A包括空气、蒸汽等的流量进行控制。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

冷却到200-720℃(优选360-650℃)的冷再生催化剂经预提升区4进入提升管反应器2。烃类原料在提升管反应器2与催化剂接触反应、反应物流进入沉降器1进行催化剂与油气的分离、分离出的待生催化剂经汽提段1A汽提后、进入再生器5在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生、再生后的催化剂经冷却后或直接返回提升管反应器循环使用。

附图2为应用本发明的重油催化转化装置的一种典型示意图。

如附图2所示：本发明重油催化转化方法及其设备包括沉降器1，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、烧焦罐5A。烧焦罐5A与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通烧焦罐5A与汽提段1A，将待生催化剂输送到烧焦罐5A。为保证烧焦罐5A的起始烧焦温度，设有再生催化剂循环管16和控制阀23。

再生器设有2个内或外取热设备，即催化剂冷却器，包括与再生器密相直接(或通过管道)连接的催化剂入口、下部混合缓冲空间、内部取热元件(包括套管式、蛇管式等)、下部流化介质分布设施等。

35A，35B为流化介质如空气、水、蒸汽等，36A，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。催化剂冷却器8A主要用于调节第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。

根据工艺要求，催化剂冷却器8A、催化剂冷却器8B的任意1个或2个都可以不设。

再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9A。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量和/或冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区的温度，还可以设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)(图中未画出)直接与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质32(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升混合后温度达到均衡。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

为方便控制提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂34注入第一反应区的下游，以方便控制第二反应区2的温度。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。

冷再生催化剂作为冷激剂时，可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管，经预提升介质输送至提升管反应器第2反应区(图中未画出)。

再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9B。再生器5的温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量和/或冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12。

冷激剂34与来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。

来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。

待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入烧焦罐5A，在主风38A(含氧气体包括空气等)的存在下经快速烧焦，向上输送再生器5进一步烧焦再生，再生器5底部补充二次风38B(含氧气体包括空气等)。再生催化剂由再生器5底部引出，分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，一路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环使用，另一路返回再生器。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。

附图3为应用本发明的重油催化转化装置(与汽油改质联合实施)的一种典型示意图。

如附图3所示：本发明重油催化转化方法及其设备包括重油沉降器1，汽油沉降器18，重油提升管反应器包括预提升区4、第一反应区3、第二反应区2、再生器5、汽油提升管6。再生器5与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀(图中未画出)连通再生器5与重油沉降器1汽提段1A，将待生催化剂输送到再生器5。设有待生催化剂输送管15和控制阀23将再生器5与沉降器18的汽提段18A相连通。控制阀23是为了方便控制冷激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元件，当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，包括与再生器密相直接(或通过管道)连接的催化剂入口、下部混合缓冲空间、内部取热元件(包括套管式、蛇管式等)、下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器8A主要用于调节重油提升管第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。催化剂冷却器8B主要用于调节汽油提升管的反应温度，使其保持在最佳值。另一催化剂冷却器(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。

35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36A，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。

根据工艺要求，上述3个催化剂冷却器中的任意1个或2个都可以不设。

主要用于调节再生器温度的催化剂冷却器不设时，再生器温度通过调节催化剂冷却器8A、和/或催化剂冷却器8B的流化介质35A、35B(包括空气、蒸汽等)的流量和/或返回再生器的催化剂量和/或通过反应再生系统的热平衡进行控制。

为方便控制重油提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂34注入第一反应区的下游，以方便控制第二反应区2的温度。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。冷再生催化剂作为冷激剂时，可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管，经预提升介质输送至提升管反应器第2反应区(图中未画出)。

再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9A。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等)的流量或/和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

为方便控制重油提升管反应器第一反应区的温度，设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)与重油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4经预提升介质32(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9B。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与汽油提升管预提升区相连。离开催化剂冷却器8B的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B(包括空气、蒸汽等)的流量或/和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

为方便控制进入汽油提升管反应器的温度，设置热再生催化剂输送管19B(包括控制阀22B)与汽油提升管反应器预提升区4相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区4经预提升介质30(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

重油原料33与来自重油提升管反应器预提升区4的再生催化剂混合降温后进入重油提升管反应器第一反应区3，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为5～15，优选5～12。

来自第一反应区3的反应油气和催化剂的混合物与冷激剂34混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。

劣质汽油31与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合进入汽油提升管反应器，在反应温度300-650℃(优选400-560℃)、反应压力为0.11～0.4MPa条件下接触，接触时间0.5～30秒(优选1-15秒)，催化剂与原料重量比一般为1～50，优选2～20，主要进行异构化、芳构化等汽油改质反应，达到降低烯烃和硫含量，提高辛烷值的目的。

来自第二反应区2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器1，进行油气与催化剂分离，油气单独或与来自沉降器18的油气混合后进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油。待生催化剂经沉降器1的汽提段1A汽提后，通过待生催化剂输送管7和控制阀(未画出)进入再生器5。

来自汽油提升管6的反应物流进入沉降器18进行油气与催化剂分离，油气单独进入分馏、吸收稳定系统进行分馏与LPG回收，得到包括催化裂化汽油在内的产品；或与来自沉降器1的油气混合后，进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收。

待生催化剂经沉降器18汽提段18A汽提后，通过待生催化剂输送管15和控制阀23进入再生器5。

来自两沉降器汽提段的待生催化剂进入再生器5后，在含氧气体38(包括空气等)的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却器8A和催化剂冷却器8B，两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合分别循环使用。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。

附图4为应用本发明的重油催化转化装置(共用沉降器)的一种典型示意图。

如附图4所示：本发明重油催化转化方法及其设备包括沉降器1、共用一个沉降器的两个重油提升管反应器(包括预提升区4A、4B、第一反应区3A、3B、第二反应区2A、2B、)、再生器5、烧焦罐5A。烧焦罐5A与沉降器1的汽提段1A之间设有待生催化剂输送管7和控制阀20连通烧焦罐5A与汽提段1A，将待生催化剂输送到烧焦罐5A。为保证烧焦罐5A的起始烧焦温度，设有再生催化剂循环管16和控制阀23。

再生器设有3个内或外取热设备，即催化剂冷却器，包括与再生器密相直接(或通过管道)连接的催化剂入口、下部混合缓冲空间、内部取热元件(包括套管式、蛇管式等)、下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器8A、8B主要用于调节两个重油提升管反应器第一反应区的反应温度，使其保持在最佳值。另一催化剂冷却器(图中未画出)主要用于调节再生器温度，使其保持在最佳值。

35A，35B为流化介质如空气、蒸汽等，36A，36B为提升介质如空气、蒸汽等，37A，37B为取热介质，包括水、蒸汽、空气、各种油品等。

根据工艺要求，上述3个催化剂冷却器中的任意1个或2个都可以不设。

再生器5通过再生催化剂输送管10A与催化剂冷却器8A相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9A。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11A与重油提升管反应器预提升区4A相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35A(包括空气、蒸汽等的)流量或/和冷再生催化剂返回管12A上的提升介质36A(包括空气、蒸汽等)的流量进行控制。控制阀21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

再生器5通过再生催化剂输送管10B与催化剂冷却器8B相连，再生催化剂经冷却后进入下部混合缓冲空间9B。冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送管11B与重油提升管反应器预提升区4B相连。离开催化剂冷却器8A的冷再生催化剂温度通过调节流化介质35B包括空气、蒸汽等的流量或/和冷再生催化剂返回管12B上的提升介质36B包括空气、蒸汽等的流量进行控制。控制阀21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置的具体控制元件。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

为方便控制进入两提升管反应器第一反应区的温度，还可以设置热再生催化剂输送管(包括控制阀)(图中未画出)与重油提升管反应器预提升区4A、4B相连，冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反应器预提升区4A、4B经预提升介质32A、32B(包括水、蒸汽、各种炼厂干气等)提升混合后温度达到均衡。当然也可有许多其他控制设备和控制方法，不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限制。

为方便控制两提升管反应器第二反应区2的温度，可以将冷激剂34A、34B注入第一反应区的下游，以方便控制第二反应区2的温度。上述冷激剂可以是气体或液体(包括水、各种油品等)和冷催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、冷待生催化剂、冷半再生催化剂中的任意一种，也可以是它们中的两种或多种。冷再生催化剂作为冷激剂时，可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管，经预提升介质输送至提升管反应器第2反应区(图中未画出)。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连为一体，也可以通过管线与其相连。

重油原料(新鲜原料)33A与来自重油提升管反应器预提升区4A的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3A，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选520-600℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12。

冷激剂34A与来自第一反应区3A的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2A，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选450-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。

来自第二反应区2A的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉降器1，进行油气与催化剂分离。

重油原料(回炼油、油浆等)33B与来自重油提升管反应器预提升区4B的再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区3B，在催化裂化条件下进行反应，主要操作条件如下：反应温度400-650℃(优选480-600℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.05～5秒(优选0.1-3秒)，催化剂与原料重量比一般为3～15，优选5～12。

冷激剂34B与来自第一反应区3B的反应油气和催化剂的混合物混合降温后，进入重油提升管反应器第二反应区2B，主要进行氢转移、异构化、芳构化等二次反应，进一步降低烯烃和硫含量，提高辛烷值。主要操作条件如下：反应温度350-620℃(优选460-530℃)、反应压力为0.11～0.4MPa，接触时间0.5～30秒(优选1-5秒)。

来自第二反应区2B的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉降器1，进行油气与催化剂分离(分离设施未画出)。

来自两个重油提升管反应器的油气与催化剂的混合物混合后进行进一步的油气与催化剂分离，分离后的反应油气进入共用的分馏、吸收稳定系统进行分馏与液化石油气(LPG)回收。

来自两个重油提升管反应器的待生催化剂混合进入沉降器1汽提段1A，汽提后通过待生催化剂输送管7和控制阀20进入烧焦罐5A，在主风38A(含氧气体包括空气等)的存在下经快速烧焦，向上输送再生器5进一步烧焦再生，再生器5底部补充二次风38B(含氧气体包括空气等)。再生催化剂由再生器5底部引出，分3路分别进入催化剂冷却器8A、催化剂冷却器8B和另一催化剂冷却器(图中未画)，冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环使用，另一路返回再生器。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化剂注入点的上游或下游，以方便控制各反应区的温度，或形成另一反应区。

实例1

为验证本发明的效果，采用图2所示的工艺流程、表1所示的原料、表2所示的工艺条件和长岭炼油厂催化剂厂生产的GOR催化剂，试验结果列于表3。

表1

 

物流	常压渣油
		密度，20/4℃	0.928
残炭	7.8％(Wt)
		硫含量	0.8％(Wt)
氮含量	1800PPm

在表2中，现有技术的方案A采用常规催化裂化工艺技术：再生器催化剂床层的温度为680℃，反应温度为525℃。原料温度为200℃，剂/油比为6.7。因此，再生剂和原料的温差为480℃。现有技术的方案A有以下不足：

(1)200℃的原料温度对含渣油原料的裂化是相当低的。

(2)再生器的温度尽管满足再生要求，但与原料接触时温度过高，容易出现热裂化。

应当理解，表2的实施例决不是限制，因为与现有技术不同，说明本发明的方案B中，催化剂循环量的任何组合都可在两立管之间确定，以便确保反应所需的剂/油比代替由装置热平衡强行确定的剂/油比。

表2

 

参数	现有技术方案A	本发明方案B
			提升管反应温度，℃	525	-
/第一反应区反应温度℃	-	525
			第二反应区反应温度，℃	-	505
进料温度，℃	200	350
			再生温度，℃	680	700
提升管入口再生剂温度，℃	680	630
			催化剂进料温差，℃	450	287
剂/油比，重/重	6.7	8.6

表3

 

产物	现有技术方案A	本发明方案B
			H2S       ％	0.6	0.7
燃料气    ％	5.5	4.2
			LPG       ％	14.5	14.8
汽油      ％	38.9	41.9
			轻循环油  ％	26.2	25.5
澄清油    ％	5.0	5.0
			焦炭      ％	9.3	7.9
合计	100.0	100.0
			汽油
烯烃含量  ％	45.6	27.6
			芳烃含量  ％	14.9	18.9
硫含量    PPm	696	486
			辛烷值    RON	89.7	90.6

表3的结果表明，焦碳和干气产率下降2.7％，汽油中烯烃体积含量降低39％，硫含量降低30％，辛烷值(RON)提高0.9个单位。

Claims (11)

1.一种冷再生催化剂循环方法，其特征在于包括一个流化催化裂化过程：烃类原料在带有或不带有流化床反应器的提升管反应器与催化剂接触反应，反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离，分离出的待生催化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂经冷却后或/和不经冷却直接返回提升管反应器循环使用，具体特征如下：

1)再生器设有一个、两个或多个催化剂冷却器，用于调节各自相连接的提升管反应器或流化床反应器各反应区的反应温度，和/或调节再生器温度，分别使其保持在最佳值；所述的与提升管反应器或流化床反应器相连接的催化剂冷却器设置于再生器的外部或内部，或者设置于与其相连接提升管反应器的下面；

2)所述的催化剂冷却器壳体催化剂入口直接或通过管道与再生器密相连接，内部设有取热元件，下部设有流化介质分布设施，下游设有催化剂混合缓冲空间，上部设有或不设返回再生器稀相的气体通道；

3)所述的催化剂冷却器下游催化剂混合缓冲空间设置有一个、两个或多个催化剂出口，其中一个、两个或多个催化剂出口分别连接冷催化剂输送通道用于输送冷再生催化剂循环至一个、两个或多个提升管反应器或辅助提升管；另一个、两个或多个或不设催化剂出口分别连接冷催化剂输送通道用于输送冷再生催化剂返回再生器；所述的至提升管的冷催化剂输送通道全部设置于所述催化剂冷却器壳体外部，或者全部或部分设置于所述催化剂冷却器壳体内部；所述的返回再生器的冷催化剂返回通道全部设置于所述催化剂冷却器壳体外部，或者全部(或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内部；

4)所述提升管反应器设有一个、两个或多个反应区，带有或不带有流化床反应器；在冷再生催化剂进入提升管反应器或流化床反应器前设有或不设预提升段，用预提升介质将所述冷再生催化剂输送至提升管反应器或流化床反应器；所述预提升段可以全部设置于与其相连接的催化剂冷却器壳体外部，或者全部或部分设置于所述催化剂冷却器壳体内部；

5)将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200～720℃直接进入提升管反应器预提升区或/和各反应区，或/和与另一部分未经冷却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温度的混合再生催化剂后进入提升管反应器预提升区或/和各反应区，或者冷热再生催化剂分别直接进入提升管预提升区，经预提升介质提升温度达到均衡后进入提升管反应器各反应区；或者不经催化剂冷却器直接进入提升管反应器预提升区或/和各反应区；循环使用。

2.按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的提升管反应器或流化床反应器各反应区的反应温度通过调节剂油比，或/和通过调节所述冷再生催化剂或所述混合再生催化剂的温度，或/和采用多点进料技术，或/和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控制。

3.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于设置或不设一个、两个或多个辅助提升管，所述的冷再生催化剂经辅助提升管用预提升介质提升至一个、两个或多个提升管反应器或流化床反应器各反应区作为冷激剂，循环使用。

4.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于步骤5)所述的来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到360～650℃。

5.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和/或取热介质的流量或其它参数进行控制；或者通过调节流化介质和/或取热介质和/或返回再生器的冷催化剂的流量或其它参数进行控制。

6.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的混合再生催化剂的温度通过调节所述冷热再生催化剂的比例而得到控制。

7.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述催化剂冷却器的取热介质包括水、蒸汽、空气或各种油品。

8.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于所述的冷再生催化剂循环方法及其设备单独实施，用于各种流化催化裂化过程的一个提升管反应器或流化床反应器各反应区；或者联合实施，同时用于具有不同功能的两个或多个提升管反应器中的一个、两个或多个提升管反应器或流化床反应器各反应区包括用于双提升管催化裂化装置的重油提升管和汽油提升管或加工不同原料的两个或多个提升管其中的一个、两个或多个提升管反应器。

9.按照权利要求1或2所述的方法，其特征在于进入所述催化剂冷却器的催化剂是任何碳含量的再生催化剂或不完全再生催化剂；或者是任何碳含量的接触剂或焦粒。

10.按照权利要求1-9所述的任意一种方法，其特征在于所述的冷再生催化剂循环方法应用广泛，用于各种流化催化裂化过程包括重油催化裂化、蜡油催化裂化、汽油催化改质或轻烃催化转化，或者用于其它气固流态化反应烧焦过程包括渣油预处理、甲醇制乙烯、流化焦化或灵活焦化。

11.一种冷再生催化剂循环设备，其特征在于按照权利要求1-10所述的任意一种方法实施的设备。

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