CN102212389A - 一种催化裂化方法及其装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种催化裂化方法及其装置，本发明方法主要特征在于：来自再生器的再生催化剂在催化剂冷却器内与原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入反应器与经换热升温后的原料油接触进行反应，反应油气进入分馏系统进行分馏，待生催化剂经汽提后进入再生器进行再生，再生后的再生催化剂循环使用。使用本发明可以使催化裂化装置的干气产率降低0.1～2.0重量％，焦炭产率降低0.1～1.0重量％，总液体收率提高0.2～3.0重量％。

Description

一种催化裂化方法及其装置

技术领域

本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是涉及一种重油催化裂化方法及其装置。

背景技术：

降低催化裂化干气和焦炭产率，提高总液体产品收率对提高催化裂化装置的经济效益具有重要的作用。研究表明，干气作为热裂化反应的主要产物，其产率与反应温度密切相关。在提升管底部，由于再生催化剂温度较高，原料油与催化剂接触瞬间因传热不均，存在局部过热的现象。过高的温度促使热裂化反应加剧，产生较多的干气和焦炭。因此，降低再生催化剂的温度是降低干气和焦炭产率的有效方法，对改善提升管反应器催化裂化反应的产品分布具有重要作用。

美国专利US 6,059,958公开了一种降低再生催化剂温度的方法，其方法是：将一股再生催化剂引入一个或多个催化剂冷却器。在冷却器内用水或蒸汽将催化剂冷却后再将其一部分引入提升管底部同高温再生催化剂混合后与催化原料油接触进行反应，另一部分被冷却的催化剂返回再生器以控制床层温度。该技术是针对单提升管重油催化裂化反应工艺开发的，它能有效降低提升管底部油剂接触温度，提高剂油比；进而改善产品分布和产品性质。但该技术由于采用水或蒸汽冷却进入提升管的再生催化剂而影响了装置的热平衡，因此只适用于有较多富余热量的重油催化裂化装置。

随着环保要求的不断提高，国内外均颁发了日益严格的汽油质量标准，汽油中的烯烃含量、硫含量等质量指标不断降低。为使汽油质量达到标准，国内外多套催化裂化装置采用了双提升管催化裂化工艺对催化汽油进行改质。对汽油单独进行改质势必增加干气和焦炭产率，降低总液体收率。为克服这一矛盾，国内外研究机构相继开发了基于双提升管催化裂化工艺的降低干气和焦炭产率的新技术。

美国专利US6,287,522公开了一种双提升管催化裂化装置，其是将由大部分来自轻烃提升管反应器的未经汽提的待生催化剂和少量来自重油提升管反应器的未经汽提的待生催化剂组成的混合待生催化剂送至重油提升管反应器的底部，与来自再生器的高温再生催化剂混合，混合后的催化剂在重油提升管反应器内上行与重油提升管反应器进料接触反应。该技术降低了重油提升管的油剂接触温度并提高其剂油比，可减少重油提升管反应器的热裂化反应并促进催化裂化反应，改善产品分布。中国专利CN1710029A公开了一种催化裂化方法，该技术是利用一种双提升管催化裂化装置，将经过汽提的轻烃提升管待生催化剂与重油提升管再生催化剂在催化剂混合器内混合，混合后的催化剂进入重油提升管反应器与重油原料接触反应。该技术显著降低了重油提升管的油剂接触温度并提高其剂油比，这种方式充分利用了轻烃提升管待生催化剂较低的温度和较高的剩余活性，具有重油提升管催化剂整体活性高，调节灵活等优势。但US6,287,522和CN1710029A技术均属于利用双提升管的独特性对重油提升管操作进行优化的双提升管催化裂化技术，都未对轻烃提升管的操作采取任何优化措施，降低干气和焦炭产率的幅度较为有限。

中国专利CN1978596A公开了一种重油催化裂化与汽油改质的互控方法和装置，该技术除通过混合的方法利用温度较低的轻烃提升管待生催化剂对进入重油提升管的再生催化剂进行适当冷却外，还设置了催化剂冷却器采用水、蒸汽或其它油品单独对进入轻烃提升管的再生催化剂进行冷却，以降低轻烃提升管的油剂接触温度，实现进一步降低干气和焦炭产率的目的。但该技术仍然只适用于双提升管催化裂化装置；并且，采用水、蒸汽或除轻烃提升管原料以外的其它油品对轻烃提升管再生催化剂进行冷却时会影响装置的热平衡，对于富余热量较少的双提升管催化裂化装置来说不太适用。

综合上述分析，可以看出现有的几种降低催化裂化装置干气和焦炭产率的技术均存在着一定的局限性。其一是某些技术因对装置热平衡造成较大影响而只适用于富余热量充足的催化裂化装置；其二是某些技术由于基于双提升管催化裂化工艺开发而只适用于双提升管催化裂化工艺。其三是某些双提升管催化裂化技术只对重油提升管的操作进行优化，降低干气和焦炭产率的幅度较为有限。

发明内容

本发明是针对现有催化裂化技术在降低催化裂化干气和焦炭产率方面存在局限性问题，而提供一种适用范围较广并能有效降低催化裂化干气和焦炭产率的催化裂化方法及其装置。

本发明提供一种催化裂化方法，其特征是：来自催化裂化装置再生器的再生催化剂在催化剂冷却器内与原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入反应器与经换热升温后的原料油接触进行反应，反应油气进入分馏系统进行分馏，待生催化剂经汽提后进入再生器进行再生，再生后的再生催化剂循环使用。

本发明方法的进一步特征在于：所述催化裂化装置为双提升管催化裂化装置时，来自再生器的再生催化剂分成两股，分别进入重油提升管催化剂冷却器和轻烃提升管催化剂冷却器，进入重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂与重质原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入重油提升管反应器与换热升温的重质原料油接触进行反应，进入轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂与轻烃原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入轻烃提升管反应器与换热升温的轻烃原料油接触进行反应。

本发明方法的进一步特征在于：所述催化裂化装置为单提升管催化裂化装置时，来自再生器的再生催化剂进入重油提升管催化剂冷却器与重质原料油进行换热冷却，经换热冷却的重油提升管再生催化剂进入重油提升管反应器与换热升温的重质原料油接触进行反应。

本发明方法中的重油提升管反应器的反应条件为：反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5秒，剂油比(即重油提升管反应器中再生催化剂与重质原料油的重量比)为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70。

本发明方法中的轻烃提升管反应器的反应条件为：反应温度为350～660℃，反应时间为1.0～8秒，剂油比(即轻烃提升管反应器中再生催化剂与轻烃原料油的重量比)为3～45，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70。

本发明还提供了一种本发明催化裂化方法所用的装置，包括反应器和再生器，其特征在于：反应器的底部设有催化剂冷却器，催化剂冷却器顶部与反应器相连通，底部与再生器相连通。

本发明所述催化裂化装置的进一步特征在于：所述催化裂化装置为双提升管催化裂化装置时，催化剂冷却器有两个，一个为重油提升管催化剂冷却器，另一个为轻烃提升管催化剂冷却器，重油提升管催化剂冷却器顶部与重油提升管反应器相连通，下部通过重油提升管再生斜管与再生器相连通，轻烃提升管催化剂冷却器与顶部与轻烃提升管反应器相连通，下部通过轻烃提升管再生斜管与再生器相连通。

本发明所述催化裂化装置的进一步特征在于：所述催化裂化装置为单提升管催化裂化装置时，催化剂冷却器有一个，该催化剂冷却器为重油提升管催化剂冷却器，重油提升管催化剂冷却器顶部与重油提升管反应器相连通，下部通过重油提升管再生斜管与再生器相连通。

采用本发明与现有技术相比，具有如下有益效果：本发明将再生催化剂与其相应的原料油在催化剂冷却器内进行换热。在催化剂被冷却的同时，原料油被加热；整个系统基本没有热量损失，装置的热平衡基本不受影响。因此适用于各类催化裂化装置。由于再生催化剂被适当冷却，油剂接触温度降低，热裂化反应受到抑制；同时原料油温度适当提高，有助于原料油在与催化剂接触瞬间的传热和汽化，使这一过程更加高效、均匀。进而促进了原料油分子与催化剂活性中心的接触，有利于催化裂化反应的进行。因此，与常规催化裂化工艺相比，在达到基本相同的转化率时，干气产率降低0.1～2.0重量％，焦炭产率降低0.1～1.0重量％，总液体收率提高0.2～3.0重量％。此外，本发明还可以与现有的降低催化裂化装置干气和焦炭产率的技术配合使用时，可达到更佳的效果。与现有技术相比，本发明具有形式简单，操作简便，适用性强等特点。

附图和附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明。但并不限制本发明的范围。

图1是本发明的一种双提升管催化裂化装置的示意图。

图2是本发明的另一种双提升管催化裂化装置的示意图。

图3是本发明的一种单提升管催化裂化装置的示意图。

图4是本发明的另一种单提升管催化裂化装置的示意图。

图中：

1-轻烃原料油，2-轻烃提升管催化剂冷却器，3-轻烃原料喷嘴，4-轻烃提升管待生斜管，5-轻烃提升管反应器，6-轻烃提升管沉降器汽提段，7-轻烃提升管沉降器，8-轻烃提升管反应生成油气，9-重油提升管反应生成油气，10-重油提升管沉降器，11-重油提升管反应器，12-重油提升管沉降器汽提段，13-再生器，14-重油提升管待生立管，15-重油原料喷嘴，16-重油提升管催化剂冷却器，17-重质原料油，18-重油提升管再生斜管，19-轻烃提升管再生斜管，20-重油提升管待生斜管。

具体实施方式

图1所示为本发明的一种双提升管催化裂化装置示意图，该图中重油提升管沉降器10与再生器13同轴布置，设有重油提升管反应器11、重油提升管沉降器10、再生器13、轻烃提升管反应器5和轻烃提升管沉降器7。重油提升管反应器11的顶部出口与重油提升管沉降器10相连通，重油提升管沉降器10的下方设有重油提升管沉降器汽提段12，重油提升管沉降器汽提段12下端通过重油提升管待生立管14与再生器13相连通。轻烃提升管反应器5的顶部出口与轻烃提升管沉降器7相连通，轻烃提升管沉降器7的下方设有轻烃提升管沉降器汽提段6，轻烃提升管沉降器汽提段6的下端通过轻烃提升管待生斜管4与再生器13相连通。

在重油提升管反应器11下方设有重油提升管催化剂冷却器16。重油提升管催化剂冷却器16的顶部与重油提升管反应器11底部相连同，其下部通过重油提升管再生斜管18与再生器13相连通。在轻烃提升管反应器5下方设有轻烃提升管催化剂冷却器2。轻烃提升管催化剂冷却器2的顶部与轻烃提升管反应器5底部相连同，其下部通过轻烃提升管再生斜管19与再生器13相连通。重油提升管催化剂冷却器16和轻烃提升管催化剂冷却器2均包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部设有圆锥段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器。重油提升管催化剂冷却器16和轻烃提升管催化剂冷却器2内均设有换热管(可以是直管或盘管，可以带肋片或不带肋片)。换热管进口与重油或轻烃原料输送管线相连通，换热管出口与重油原料喷嘴15或轻烃原料喷嘴3通过管路连通。

重油提升管再生斜管18与重油提升管催化剂冷却器16的圆柱形筒体相连的接口的位置，只要保证进入到重油提升管催化剂冷却器16的再生催化剂在其内部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的整流和提升作用下沿重油提升管催化剂冷却器16上行一段距离、与换热管内的重质原料油充分换热后再进入重油提升管反应器11的底部即可。接口的中心至重油提升管反应器11底部与重油提升管催化剂冷却器16顶部相连的接口端面之间的距离一般为2000～6000mm。重油提升管再生斜管18的结构与尺寸则是常规的。重油提升管催化剂冷却器16的圆柱形筒体是其主体部分，为金属构件，一般内衬隔热耐磨衬里；其内径一般为1000～4000mm，长度一般为3000～8000mm。重油提升管催化剂冷却器16通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与重油提升管反应器11的底部相连通，圆锥段的锥角角度一般为50℃～90℃，以有利于催化剂的流动，消除流动死区。重油提升管催化剂冷却器16底部半球形封头内所设的蒸汽分布器为蒸汽分布环，其结构与作用与现有催化裂化装置所使用的蒸汽分布环相同。蒸汽分布环在重油提升管催化剂冷却器16内与重油提升管催化剂冷却器16同轴布置。上述重油提升管催化剂冷却器16的圆锥段和半球形封头一般情况下也内衬隔热耐磨衬里。换热管位于再生催化剂入口上方，与重油提升管催化剂冷却器16壳体内壁焊接。换热管外径一般为60～140mm，换热管为直管时长度一般为2500～6000mm，管程数一般为1～4，换热管为盘管时长度一般为10～60m，换热管外壁总面积一般为20～150m²。

轻烃提升管再生斜管19与轻烃提升管催化剂冷却器2的圆柱形筒体相连的接口的位置，只要保证进入到轻烃提升管催化剂冷却器2的再生催化剂在其内部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的整流和提升作用下沿轻烃提升管催化剂冷却器2上行一段距离、与换热管内的轻烃原料油充分换热后再进入轻烃提升管反应器5的底部即可。接口的中心至轻烃提升管反应器5底部与轻烃提升管催化剂冷却器2顶部相连的接口端面之间的距离一般为2000～6000mm。轻烃提升管再生斜管19的结构与尺寸则是常规的。轻烃提升管催化剂冷却器2的圆柱形筒体是其主体部分，为金属构件，一般内衬隔热耐磨衬里；其内径一般为800～3000mm，长度一般为3000～8000mm。轻烃提升管催化剂冷却器2通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与轻烃提升管反应器5的底部相连通，圆锥段的锥角角度一般为50℃～90℃，以有利于催化剂的流动，消除流动死区。轻烃提升管催化剂冷却器2底部半球形封头内所设的蒸汽分布器为蒸汽分布环，其结构与作用与现有催化裂化装置所使用的蒸汽分布环相同。蒸汽分布环在轻烃提升管催化剂冷却器2内与轻烃提升管催化剂冷却器2同轴布置。上述轻烃提升管催化剂冷却器2的圆锥段和半球形封头一般情况下也内衬隔热耐磨衬里。换热管为于再生催化剂入口上方，与轻烃提升管催化剂冷却器2壳体内壁焊接。换热管外径一般为40～160毫米，换热管为直管时长度一般为2500～6000毫米，管程数一般为1～4，换热管为盘管时长度一般为15～80米，换热管外壁总面积一般为20～120米²。

采用图1所示本发明双提升管催化裂化装置进行催化裂化的方法如下：将再生器13内的再生催化剂分成两股分别经重油提升管再生斜管18和轻烃提升管再生斜管19引入重油提升管催化剂冷却器16和轻烃提升管催化剂冷却器2。重油提升管催化剂冷却器16和轻烃提升管催化剂冷却器2内的再生催化剂在蒸汽的流化作用下分别通过换热管与重质原料油17和轻烃原料油1进行换热，换热后被冷却的重油提升管再生催化剂在蒸汽的提升作用下上行进入重油提升管反应器11，换热后被冷却的轻烃提升管再生催化剂在蒸汽的提升作用下上行进入轻烃提升管反应器5。重质原料油17和轻烃原料油1在换热管内与再生催化剂换热升温后分别通过重油原料喷嘴15和轻烃原料喷嘴3进入重油提升管反应器11和轻烃提升管反应器5与被冷却的再生催化剂接触并分别沿重油提升管反应器11和轻烃提升管反应器5上行进行反应。反应结束后，两股反应物流分别由重油提升管反应器11和轻烃提升管反应器5的顶部出口进入重油提升管沉降器10和轻烃提升管沉降器7进行催化剂与油气分离。分离出的重油提升管反应生成油气9和轻烃提升管反应生成油气8混合或分别进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂分别在重油提升管沉降器汽提段12和轻烃提升管沉降器汽提段6内分别经蒸汽汽提后通过重油提升管待生立管14和轻烃提升管待生斜管4进入再生器13内进行烧焦再生。上述的操作过程连续循环进行。

在以上的操作过程中，再生器13的操作条件是常规的，再生温度一般控制在600～750℃(再生器13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0.02～0.20重量％，微反活性一般为55～70。催化剂采用现有常用的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)，可以按常规选用。

在以上的操作过程中，经重油提升管再生斜管18进入重油提升管催化剂冷却器16的再生催化剂温度与再生器13的再生温度基本相同。因此，重油提升管催化剂冷却器16的再生催化剂的入口温度为600～750℃，出口温度(此温度与重油提升管反应器11底部再生催化剂温度相同)一般为550～700℃，较好为580～660℃，最好为600～640℃。重油提升管催化剂冷却器16内再生催化剂流速一般为0.8～1.5m/s(即米/秒)。换热管内原料油的流速一般为1～2m/s。由蒸汽分布器通入的蒸汽的温度一般为150～250℃，重量流量一般为混合催化剂重量循环量的0.10～0.50重量％。

在以上的操作过程中，经轻烃提升管再生斜管19进入轻烃提升管催化剂冷却器2的再生催化剂温度与再生器13的再生温度基本相同。因此，对于轻烃提升管催化剂冷却器2，再生催化剂的入口温度为600～750℃，当轻烃提升管反应器5加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油等且以降低汽油烯烃含量为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为450～700℃，较好为480～600℃，最好为500～550℃；当轻烃提升管反应器5加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油等且以改质汽油或多产低碳烯烃为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为520～700℃，较好为550～650℃，最好为580～620℃；当轻烃提升管反应器5加工碳四或碳五组分且以制取低碳烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为600～700℃，较好为620～680℃，最好为640～660℃；轻烃提升管催化剂冷却器2内再生催化剂流速一般为0.8～1.5m/s。换热管内原料油的液相流速一般为0.6～1.5m/s。由蒸汽分布器通入的蒸汽的温度一般为150～250℃，重量流量一般为混合催化剂重量循环量的0.10～0.50重量％。

本发明中，重油提升管反应器11的操作条件，除底部再生催化剂温度外均为常规催化裂化条件。重油提升管反应器11的主要操作条件通常如下：反应温度一般为450～550℃，反应时间一般为0.5～5s(s为秒)，剂油比一般为5～20(即重油提升管反应器中催化剂与重质原料油的重量比)，反应绝对压力一般为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70。重油提升管反应器11进料包括常压渣油、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、合成油和煤焦油等。本领域的技术人员对重油提升管反应器11的操作和控制过程可以根据具体操作情况选用操作条件。

本发明中，轻烃提升管反应器5的操作条件，除底部再生催化剂温度外均为常规催化裂化条件。轻烃提升管反应器5的主要操作条件根据不同的目的可分为如下几种类型。(1)加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油等且以降低汽油烯烃含量为主要目的时，其主要操作条件为：反应温度一般为350～500℃，最好为430～460℃；反应时间一般为1.0～3.0s，最好为1.5～2.0s；剂油比(即轻烃提升管反应器中催化剂与轻烃原料油的重量比)一般为3～9，最好为4～6；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.2～0.3Mpa；催化剂活性为55～70。(2)当加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油等且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，其主要操作条件为：反应温度一般为500～600℃，最好为530～560℃；反应时间一般为1.5～5.0s，最好为2.0～3.0s；剂油比一般为7～25，最好为10～13；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.15～0.20Mpa；催化剂活性为55～70。(3)当加工碳四组分，以制取烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，其主要操作条件为：反应温度一般为550～660℃，最好为600～630℃；反应时间一般为2.0～8.0s，最好为4.0～6.0s；剂油比一般为10～45，最好为18～30；反应绝对压力一般为0.15～0.40MPa，最好为0.15～0.20Mpa；催化剂活性为55～70。其中，碳四组分包括丁烯、丁烷及其混合物。本发明中提及的轻烃，即是指上述的催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油和碳四组分。

图2所示本发明的另一种双提升管催化裂化装置，与图1所示双提升管催化裂化装置的不同之处是，该重油提升管沉降器10与再生器13呈高低并列式布置。重油提升管沉降器汽提段12与再生器13之间通过重油提升管待生斜管20相连接。不设重油提升管待生立管14。轻烃反应系统与再生系统各设备的构形与连接方式与图1所示双提升管催化裂化装置完全相同。图2所示的双提升管催化裂化装置的操作方法与图1所示双提升管催化裂化装置的操作方法基本相同。细微的差别仅存在于经汽提的重油提升管待生催化剂向再生器13的输送途径。即图2所示的双提升管催化裂化装置的操作方法中，经汽提的重油提升管待生催化剂通过重油提升管待生斜管20输送至再生器13。

图3所示本发明的一种单提升管催化裂化装置，与图1所示双提升管催化裂化装置的不同之处是，该装置只设有重油提升管反应器13、重油提升管沉降器10、重油提升管沉降器汽提段12、重油提升管反应器待生立管14、重油提升管再生斜管18、重油提升管催化剂冷却器16和再生器13。而不设轻烃提升管反应器、轻烃提升管沉降器、轻烃提升管沉降器汽提段、轻烃提升管待生斜管、轻烃提升管再生斜管和轻烃提升管催化剂冷却器。重油反应系统与再生系统各设备的构形与连接方式与图1完全相同。图3所示单提升管催化裂化装置的操作方法与图1所示双提升管催化裂化装置重油反应及催化剂再生部分的方法完全相同。

图4所示本发明的另一种单提升管催化裂化装置，与图2所示双提升管催化裂化装置的不同之处是，该装置只设有重油提升管反应器11、重油提升管沉降器10、重油提升管沉降器汽提段12、重油提升管待生斜管14、重油提升管再生斜管18、重油提升管催化剂冷却器16和再生器13。而不设轻烃提升管反应器、轻烃提升管沉降器、轻烃提升管沉降器汽提段、轻烃提升管待生斜管、轻烃提升管再生斜管、轻烃提升管催化剂冷却器。重油反应系统与再生系统各设备的构形与连接方式与图2完全相同。图4所示单提升管催化裂化装置的操作方法与图2所示双提升管催化裂化装置重油反应及催化剂再生部分的方法完全相同。

实施例

对比例

在图1所示的双提升管催化裂化中试装置上进行试验。重油提升管反应器加工鲁宁管输混合重油，处理量为30kg/d(千克/天)；轻烃提升管反应器加工长岭催化裂化汽油，处理量为15kg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器均使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。重油提升管反应器进行模拟部分回炼操作。再生器内催化剂的再生温度为690℃；进入重油提升管催化剂冷却器和轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂的温度均为690℃。对比例中，在重油提升管催化剂冷却器内，无重油原料通过换热管与再生催化剂换热，即重油提升管反应器进行常规催化裂化操作；同样，在轻烃提升管催化剂冷却器内，无轻烃原料通过换热管与再生催化剂换热，即轻烃提升管反应器进行常规催化改质操作。重油提升管反应器进料性质见表1，轻烃提升管反应器进料性质见表2，重油提升管反应器的操作条件及产品分布见表3。轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布见表4；对比例中，轻烃提升管反应器的操作是以多产低碳烯烃为主要目的。

实施例1

按对比例，所不同的是重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、重油提升管反应器的回炼比和反应时间；以及轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表5、表6。

实施例2

按对比例，所不同的是重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、重油提升管反应器的回炼比和反应时间；以及轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表7、表8。

实施例3

按对比例，所不同的是重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、重油提升管反应器的回炼比和反应时间；以及轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表9、表10。

表1重油提升管反应器进料性质

重油提升管反应器进料	鲁宁管输混合重油
		密度(20℃)，kg·m-3	920.8
残炭，重量％	2.6
		族组成，重量％
饱和烃	60.5
		芳烃	27.3
胶质+沥青质	12.2
		硫含量，μg·g-1	5500

表2轻烃提升管反应器进料性质

重油提升管反应器进料	长岭催化裂化汽油
		密度(20℃)，kg·m-3	723.5
硫含量，μg·g-1	650
		族组成，重量％
饱和烃	41.3
		烯烃	44.2
芳烃	14.5
		馏程，℃
IBP	34
		50％	102

FBP

180

表3重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(对比例)

反应温度，℃	520
		再生温度，℃	690
重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	690
		反应压力(绝压)，MPa	0.22
反应时间，s	2.60
		剂油比	7.0
回炼比(重量比)	0.16
		产品分布，重量％
干气	4.32
		液化气	13.75
汽油(＜180℃)	40.98
		柴油	27.34
油浆	5.83
		焦炭	7.32
损失	0.46
		合计	100.00
转化率，重量％	66.37
		总液体收率，重量％	82.07

表4轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(对比例)

反应温度，℃	550
		再生温度，℃	690

轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	690
		反应压力(绝压)，MPa	0.21
反应时间，s	2.80
		剂油比	11.5
产品分布，重量％
		干气	2.56
液化气	19.04
		汽油(＜180℃)	71.85
柴油	4.42
		焦炭	2.03
损失	0.10
		合计	100.00

表5重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例1)

反应温度，℃	520
		再生温度，℃	690
重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	660
		反应压力(绝压)，MPa	0.22
反应时间，s	2.75
		剂油比	7.0
回炼比(重量比)	0.15
		产品分布，重量％
干气	3.76

液化气	14.43
		汽油(＜180℃)	41.92
柴油	26.85
		油浆	5.44
焦炭	7.20
		损失	0.40
合计	100.00
		转化率，重量％	67.31
总液体收率，重量％	83.20

表6轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(实施例1)

反应温度，℃	550
		再生温度，℃	690
轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	660
		反应压力(绝压)，MPa	0.21
反应时间，s	2.90
		剂油比	11.5
产品分布，重量％
		干气	2.18
液化气	19.32
		汽油(＜180℃)	71.98
柴油	4.47
		焦炭	1.95

损失	0.10
		合计	100.00

表7重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例2)

反应温度，℃	520
		再生温度，℃	690
重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	640
		反应压力(绝压)，MPa	0.22
反应时间，s	2.81
		剂油比	7.0
回炼比(重量比)	0.13
		产品分布，重量％
干气	3.41
		液化气	14.75
汽油(＜180℃)	42.60
		柴油	26.54
油浆	5.16
		焦炭	7.14
损失	0.40
		合计	100.00
转化率，重量％	67.90
		总液体收率，重量％	83.89

表8轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(实施例2)

反应温度，℃	550
		再生温度，℃	690
轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	640
		反应压力(绝压)，MPa	0.21
反应时间，s	2.96
		剂油比	11.5
产品分布，重量％
		干气	1.90
液化气	19.46
		汽油(＜180℃)	72.14
柴油	4.50
		焦炭	1.90
损失	0.10
		合计	100.00

表9重油提升管反应器的操作条件、产品分布及汽油产品性质(实施例3)

反应温度，℃	520
		再生温度，℃	690
重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	610
		反应压力(绝压)，MPa	0.22
反应时间，s	2.85
		剂油比	7.0
回炼比(重量比)	0.11

产品分布，重量％
		干气	3.18
液化气	14.97
		汽油(＜180℃)	42.83
柴油	26.42
		油浆	5.09
焦炭	7.11
		损失	0.40
合计	100.00
		转化率，重量％	68.09
总液体收率，重量％	84.22

表10轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布(实施例3)

反应温度，℃	550
		再生温度，℃	690
轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂出口温度，℃	610
		反应压力(绝压)，MPa	0.21
反应时间，s	2.99
		剂油比	11.5
产品分布，重量％
		干气	1.76
液化气	19.58
		汽油(＜180℃)	72.15

柴油	4.53
		焦炭	1.88
损失	0.10
		合计	100.00

Claims (10)

1.一种催化裂化方法，其特征在于：来自催化裂化装置再生器的再生催化剂在催化剂冷却器内与原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入反应器与经换热升温后的原料油接触进行反应，反应油气进入分馏系统进行分馏，待生催化剂经汽提后进入再生器进行再生，再生后的再生催化剂循环使用。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述催化裂化装置为双提升管催化裂化装置时，来自再生器的再生催化剂分成两股，分别进入重油提升管催化剂冷却器和轻烃提升管催化剂冷却器，进入重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂与重质原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入重油提升管反应器与换热升温的重质原料油接触进行反应，进入轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂与轻烃原料油进行换热冷却，经换热冷却后的再生催化剂进入轻烃提升管反应器与换热升温的轻烃原料油接触进行反应。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于：所述催化裂化装置为单提升管催化裂化装置时，来自再生器的再生催化剂进入重油提升管催化剂冷却器与重质原料油进行换热冷却，经换热冷却的再生催化剂进入重油提升管反应器与换热升温的重质原料油接触进行反应。

4.根据权利要求2所述的方法，其特征在于：重油提升管反应器的反应条件为：反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5秒，剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70；轻烃提升管反应器的反应条件为：反应温度为350～660℃，反应时间为1.0～8秒，剂油比为3～45，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70；重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂入口温度为600～750℃，出口温度为550～700℃，轻烃提升管催化剂冷却器的再生催化剂入口温度为600～750℃，出口温度为450～700℃。

5.根据权利要求3所述的方法，其特征在于：重油提升管反应器的反应条件为：反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5秒，剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40Mpa，催化剂活性为55～70；重油提升管催化剂冷却器的再生催化剂入口温度为600～750℃，出口温度为550～700℃。

6.一种实现利要求1所述催化裂化方法的装置，包括反应器和再生器，其特征在于：反应器的底部设有催化剂冷却器，催化剂冷却器顶部与反应器相连通，底部与再生器相连通。

7.根据权利要求6所述的装置，其特征在于：所述装置为双提升管催化裂化装置时，催化剂冷却器有两个，一个为重油提升管催化剂冷却器，另一个为轻烃提升管催化剂冷却器，重油提升管催化剂冷却器顶部与重油提升管反应器相连通，下部通过重油提升管再生斜管与再生器相连通，轻烃提升管催化剂冷却器顶部与轻烃提升管反应器相连通，下部通过轻烃提升管再生斜管与再生器相连通。

8.根据权利要求6所述的装置，其特征在于：所述装置为单提升管催化裂化装置时，催化剂冷却器有一个，该催化剂冷却器为重油提升管催化剂冷却器，重油提升管催化剂冷却器顶部与重油提升管反应器相连通，下部通过重油提升管再生斜管与再生器相连通。

9.根据权利要求7或8所述的装置，其特征在于：重油提升管催化剂冷却器和轻烃提升管催化剂冷却器均包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与重油提升管反应器或轻烃提升管反应器底部之间设有圆锥过渡段，圆柱形筒体的底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，重油提升管催化剂冷却器和轻烃提升管催化剂冷却器的圆柱型筒体内均设有换热管。

10.根据权利要求9所述的装置，其特征在于：换热管为带肋片或不带肋片的直管，或者为带肋片或不带肋片的盘管。

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