CN103028450B

CN103028450B - 催化转化催化剂再生方法

Info

Publication number: CN103028450B
Application number: CN201110291116.1A
Authority: CN
Inventors: 崔守业; 陈昀; 鲁维民; 程从礼; 唐津莲
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2011-09-30
Filing date: 2011-09-30
Publication date: 2016-03-02
Anticipated expiration: 2031-09-30
Also published as: CN103028450A

Abstract

催化转化催化剂再生方法包括待生催化剂进入再生器再生区，与主风接触发生燃烧反应，所得再生催化剂进入缓冲区，再生催化剂经降温后返回反应器，烟气从沉降区顶部排出。本发明采用缓冲区，使催化剂温度分布均匀，对于再生器稀相具有降温效果，不容易出现稀相超温现象。

Description

催化转化催化剂再生方法

技术领域

本发明涉及催化裂化过程中含炭催化剂烧焦的再生方法。

背景技术

原料油在进行催化裂化反应的同时，由于存在缩合反应，除生成轻质烃类外，还生成一部分焦炭，沉积在催化剂上从而使催化剂的活性和选择性降低。因此，采用高温氧化再生方法，将催化剂上的焦炭燃烧除掉以恢复催化剂的使用性能，这一过程称为催化剂的再生，通常将沉积焦炭的催化剂称为待生催化剂，氧化再生后的催化剂称为再生催化剂。烧焦过程在再生器内完成，按照再生器流化床类型不同可以分为湍流床、快速床和输送床等；按照一氧化碳燃烧程度可以分为完全燃烧和部分燃烧；按照催化剂和烧焦空气流程不同可以分为并流、错流和逆流烧焦；按照烧焦流化床区域不同可以分为单段和两段再生；按照烧焦区域容器的不同可以分为单器、两器和多器烧焦。催化裂化再生器一般包括用于待生催化剂再生的再生功能区、用于沉降催化剂和放置气固分离器的沉降功能区，随着重油催化裂化的推进，再生器增加了具有催化剂取热功能的降温功能区。

早期的催化剂再生方法是在低速流化床内通入含氧气体，并采用单段再生方式，在这种低线速、气固全返混的流化床内，气体和固体接触效率低，催化剂再生速度慢，导致了再生器催化剂藏量过大，催化剂的再生效果差，再生催化剂含炭量为约0.2重％，烧焦强度低，约为100kg(焦炭量)/[h(单位时间)·T(催化剂藏量)]。随着分子筛催化剂在催化裂化装置上广泛地使用，尤其USY类型的分子筛催化剂的使用，再生催化剂上残余的炭含量和再生方式对恢复催化剂的活性及选择性影响很大。因此，有效地降低再生过程中催化剂藏量和改善催化剂再生效果成为再生技术开发的方向。这是因为在催化裂化装置运行中，催化剂不断地受到高温与水蒸汽的作用，原料油中携带的重金属沉积在催化剂表面上，催化剂的活性不断降低，需补充新鲜催化剂以维持催化剂在反应-再生系统中的平衡活性，当新鲜催化剂补充量一定时，反应-再生系统中催化剂总藏量越低，催化剂置换率就越高，那么反应-再生系统催化剂的平衡活性也就越高。

USP3563911公开了一种两段再生方法，待生催化剂顺序通过第一密相流化床和第二密相流化床，与含氧的气体接触使催化剂表面上焦炭发生燃烧反应，所产生的烟气混合并夹带催化剂进入稀相沉降段。第一密相流化床再生温度大于1050°F(即565.5℃)；第二密相流化床的气体表观线速度为1.25英尺/秒～6英尺/秒(即0.381米/秒～1.83米/秒)，再生温度为1125～1350°F(即607.2～732.2℃)。该方法与催化剂单段再生方法相比，在再生过程烧焦负荷不高的条件下，再生器内催化剂的藏量可减少近40％，再生催化剂的含炭量可低于0.1重量％。

CN1052688A公开了一种流化床催化剂的两段氧化再生方法，待生催化剂在第一密相流化床内与含氧的气体接触并发生焦炭燃烧反应，第一密相流化床的气体表观线速度为0.8～2.5米/秒，催化剂平均停留时间为0.6～1.0分钟，再生温度为650～750℃；催化剂在第一流化床内除去大部分焦炭后，部分再生的催化剂和气体一起并流向上穿过分布器，进入第二流化床，再与含氧的气体接触并发生焦炭燃烧反应，第二密相流化床的气体表观线速度为1.2～3.0米/秒，催化剂平均停留时间为1.0～2.2分钟，再生温度为700～800℃，催化剂得到充分再生后，再生催化剂和烟气分离，一部分再生催化剂进入反应器，另一部分再生催化剂返回到第一流化床。

CN1221022A公开了一种重油流化催化裂化重叠式两段再生技术，该方法包括重叠布置的两个再生器，一段再生在上，第一段的温度为650～720℃，二段再生在下，第二段再生器的温度为650～780℃，两个再生器之间用低压降分布板连为一体，而且两个再生器只需用一条烟道和一台双动滑阀或蝶阀。再生剂含碳量为0.01～0.1％重量。

从再生技术发展来看，再生技术的开发目标一直是在比较缓和的催化剂减活环境和磨损条件下，将再生催化剂含炭量控制在0.10重量％以下，最好低于0.05重量％，烧焦强度提高到100kg/(t·h)以上，以实现再生催化剂活性恢复达到最高，从而实现烃类的转化能力最大。因此，采用高活性的沸石催化剂后，再生器表观气体流速增至0.6米/秒以上，烧焦强度提高到100kg/(t·h)以上，催化剂停留时间为4分钟以下，再生温度需要维持足够高烧焦温度，以改善烧焦动力学。但不可忽视的是当再生温度高时，再生催化剂与原料油初次接触温度随之提高，容易出现干气和焦炭产率增加的问题，另外由于再生催化剂温度较高，因此相应的催化裂化装置的剂油比随之下降，重油转化能力变差。为了缓解这一矛盾，催化剂降温技术逐渐得到关注。

US3679576公开了一种流化催化裂化设备和工艺，该工艺通过待生催化剂和再生催化剂混合达到降低催化剂温度的目的，从而达到增加转化率，降低干气和焦炭产率的目的。

US5451313公开了催化裂化原料与催化剂接触的循环反应器，该反应器首先让来自反应器汽提器的待生催化剂和来自再生器的再生催化剂在位于催化裂化装置提升管底部的混合区进行混合，达到降低催化剂温度的目的，然后降温后的催化剂与原料油接触进行催化转化，从而达到增加转化率和降低干气和焦炭的目的。

CN101665713A提供一种冷再生催化剂的循环方法及其设备，来自再生器的再生催化剂经催化剂冷却器冷却到200℃～720℃不与或者与另一部分未经冷却的热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，从而达到增加转化率和降低干气和焦炭的目的。

CN101191071A和CN101191072A提供了催化裂化装置的再生催化剂调温设备，其主要方法是将再生催化剂引入催化剂降温区，在降温区通过取热器进行取热，然后降温后的催化剂与原料油接触进行催化转化，从而达到增加转化率和降低干气和焦炭的目的。

CN101104816A公开了一种催化裂化装置再生催化剂调温设备，再生器密相床的侧壁设有催化剂抽出口和热再生催化剂抽出口，催化剂降温器通过催化剂抽出口与再生器密相床相连通，设置在提升管反应器反应段下部的预提升混合器通过冷再生催化剂输送管和冷再生滑阀与催化剂降温器相连通，通过热再生催化剂输送管和热再生滑阀与再生器密相床相连通。该方法可使催化裂化反应过程中的剂油比灵活提高。

新型冷热催化剂混合降温功能区的出现，在一定程度上实现了催化裂化装置改善产品分布的目的。但是，当需要大幅度提高催化剂的循环量时，现有的催化剂混合降温技术无法稳定地为提升管反应器提供热量均匀和流化均匀的催化剂。对于完全燃烧方式，当一氧化碳在密相中没有完全燃烧上升到稀相燃烧会出现尾燃现象，出现的原因主要包括主风分布不均匀、催化剂流化不好、密相床层过低、新鲜催化剂补充过快、助燃剂不足、外取热器返回催化剂绕道等，发生尾燃后稀相温度往往迅速上升，接近或者超过800℃，从而使再生器超温。再生器超温会损坏沉降器内设备、内构件及衬里，引起压力波动，如果处理不当会影响装置平稳运行。如果采用铂基一氧化碳助燃剂，会由于铂的催化作用造成催化裂化装置NOx排放增加。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种催化转化催化剂再生方法，以防止再生器超温，稳定地为提升管反应器提供较低温度且热量均匀的催化剂。

本发明提供的催化转化催化剂再生方法之一包括：待生催化剂进入再生器再生区，与含氧气体接触发生燃烧反应，所得再生催化剂经降温区降温后进入缓冲区，经流化介质流化或/和汽提介质脱除烟气后返回反应器，再生区、缓冲区内的烟气从沉降区顶部排出。

本发明提供的催化转化催化剂再生方法之二包括：待生催化剂进入再生器再生区，与含氧气体接触发生燃烧反应，所得再生催化剂进入缓冲区，与待生催化剂混合降温，经流化介质流化或/和汽提介质脱除烟气后返回反应器，再生区、缓冲区内的烟气从沉降区顶部排出。

在再生区内，所述催化剂平均停留时间为0.5～30分钟，优选为1.5～10分钟；所述温度为600～900℃，优选为650～750℃；所述气体表观线速度为0.2～5.0米/秒，优选为0.5～3.5米/秒；催化剂含炭量为0.15～0.8重％，优选为0.17～0.5重％。

在缓冲区内，所述催化剂平均停留时间为0.5～30分钟，优选为1～10分钟；所述温度为200～700℃，优选为500～680℃；所述气体表观线速度为0.01～4.0米/秒，优选为0.1～1.0米/秒。

缓冲区流化介质选自惰性气体、氧化性气体、还原性气体中的一种或几种，其中惰性气体为水蒸气或/和含二氧化碳气体，氧化性气体为空气或/和含氧气体，还原性气体选自干气、含一氧化碳气体、烟气中的一种或几种。

缓冲区汽提介质选自水蒸气、酸性水、净化水、含H₂O分子气态介质、含H₂O分子液态介质、干气中的一种或几种。

缓冲区催化剂选自降温区、再生区、汽提后催化剂中的一种或几种。

在再生区内采用再生方式选自完全再生方式、不完全再生方式中的一种或几种。

本发明所用的新型再生器包括再生区、沉降区、缓冲区和任选的降温区，其中所述缓冲区与所述再生区相邻。

所述再生区是用于待生催化剂恢复活性功能区域。再生区可以设一个或多个。再生区设有催化剂入口和催化剂出口，其中催化剂入口与待生斜管相连，催化剂出口与降温区或/和再生催化剂管相连，优选与降温区相连。再生区内设置一个或多个催化剂分配器用于分配催化剂，再生区内还设置一个或多个主风分布器如分布板或分布管，用于分布含氧气体(也称为主风)。

所述沉降区是用于催化剂沉降或/和放置气固分离设备功能区域，催化剂在该区呈稀相流化状态，也称该区为稀相区，沉降区顶部设烟气出口。当再生器各区垂直排列时，一般将沉降区设置在最上面。

所述缓冲区是用于外输催化剂的临时存储功能区，缓冲区设有催化剂入口和催化剂出口，其中催化剂入口与降温区或/和待生斜管相连，优选与降温区相连；催化剂出口与再生斜管相连。

所述缓冲区与所述再生区相邻。当再生器各区垂直排列时，缓冲区的位置可以灵活设置，既可在再生区下面，也可在再生区上面，还可在多个再生区中间。缓冲区内设置一个或多个催化剂分配器用于分配催化剂，缓冲区内还设置一个或多个流化介质分布器用于分布流化介质。缓冲区内设置旋风分离器，通过管线伸入沉降区。

所述降温区是用于高温催化剂降低温度功能区，再生器可以设置降温区，也可以不设置降温区，优选设置降温区。降温区设在缓冲区与再生区之间。在降温区内采用取热器的方式对催化剂进行取热降温。

再生区、沉降区、缓冲区和任选降温区可以包含多个，例如可以设置一个或多个再生区，也可以设置一个降温区或多个降温区等。对于相同功能区可以彼此直接连接，也可以不直接连接。

再生区、沉降区、缓冲区和任选降温区的连接方式选自器壁连接、管式连接、板式连接、气固分离器连接中的一种或几种，其中管式连接选自稀相管连接、分布管连接、输送管连接、T型管中的一种或几种，板式连接优选分布板连接，气固分离器连接优选旋风分离器或/和粗旋风分离器。

本发明的优点在于：

1、缓冲区催化剂温度分布均匀，不同来源催化剂混合均匀。

2、再生后催化剂中的烟气大部分得到脱除，反应后续分离系统由于沸点低气体减少负荷及分离效果得到改善。

3、由于催化裂化原料与催化剂接触温度状态得到改善，干气及焦炭产率明显降低。

附图说明

图1为与本发明有关的催化转化方法的基本流程示意图，附图2、3、4为是本发明三种实施方式的基本流程示意图。

具体实施方式

下面结合附图进一步说明本发明所提供的设备及方法，但本发明并不因此而受到任何限制。

图1为与本发明有关的催化转化方法的基本流程示意图。

预提升介质经管线1由提升管反应器2底部进入，来自再生斜管13的再生催化剂在预提升介质的提升作用下沿提升管向上加速运动，原料油经管线3与来自管线4的雾化蒸汽一起注入提升管反应器2的底部，与提升管反应器已有的物流混合，原料油在热的催化剂上发生裂化反应，并向上加速运动，生成的反应产物油气和失活的待生催化剂经管线7进入沉降器8中的旋风分离器，实现待生催化剂与反应产物油气的分离，反应产物油气进入集气室9，催化剂细粉由料腿返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段10，与来自管线11的水蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的反应产物油气经旋风分离器后进入集气室9，集气室9中的反应产物油气经过大油气管线5进入后续的分离系统(图中未标示)分离干气、液化气、汽油、柴油、油浆等产物。汽提后的待生催化剂经待生斜管12进入再生器6进行再生，再生催化剂经再生斜管13返回反应器2

实施方式一：

图2是本发明实施方式一的基本流程示意图。

如图2所示，来自反应器的待生催化剂经待生斜管12进入再生器的再生区22经分配器均匀分布于密相床上部，主风经管线17由主风分布板16从再生区22的底部进入并向上流动，与靠重力向下流动的待生催化剂逆流接触并发生焦炭燃烧反应，催化剂活性得到恢复，烟气依次经沉降区24、旋风分离器18和烟气管线19进入烟气能量回收系统(图中未标示)，一部分高温再生催化剂经降温区25取热器降温后进入缓冲区21，液态水26经来自15含高温水蒸气的流化介质气化后经分布器20从缓冲区21的底部进入对降温后催化剂进行流化和烟气脱除，汽提后的高温水蒸气和汽提出来的烟气混合气体(以下简称混合气体)经旋风分离器27与管线26的液态水进行热交换，或经管线14引出，缓冲区21中一部分经烟气汽提后的再生催化剂经再生斜管13进入提升管反应器与原料油接触发生催化裂化反应(图中未标示)。

实施方式二：

图3是本发明实施方式二的基本流程示意图。

如图3所示，来自反应器的待生催化剂经待生斜管12进入烧焦罐式再生器的再生区22底部与循环管28返回的高温催化剂混合提高催化待生催化剂温度，主风经管线17由主风分布板16从烧焦罐式再生区22的底部进入，混合后催化剂同主风以快速床形式向上，在较高温度下主风与混合催化剂接触并发生焦炭燃烧反应，接近80％以上催化剂活性得到恢复，半再生催化剂和烟气依次经稀相管31、粗旋风分离器将半再生催化剂与烟气分离(图中未标示)，催化剂落入再生区23密相床层，在密相床层送入主风，使半再生催化剂处于流化状态并继续进行烧焦再生，再生区23密相床层中一部分高温催化剂经循环管28返回再生区22烧焦罐中提供热量，烟气经沉降区24、旋风分离器18和烟气管线19进入烟气能量回收系统(图中未标示)，一部分再生催化剂经降温区25降温后进入缓冲区21，流化介质26经流化介质分布器20进入缓冲区21的底部使降温催化剂处于流化状态并将其携带烟气汽提出去，缓冲区21中含烟气的流化介质气体经或不经旋风分离器27气固分离，含烟气的流化介质经管线14与再生区22、再生区23进行热交换升温后引出，缓冲区21中一部分经烟气汽提后的再生催化剂经再生斜管13进入提升管反应器与原料油接触发生催化裂化反应(图中未标示)。

实施方式三：

图4是本发明实施方式三的基本流程示意图。

如图4所示，来自反应器的待生催化剂经待生斜管12进入再生器的再生区22经分配器均匀分布于密相床上部，主风经管线17由主风分布板16从再生区22的底部进入并向上流动，与靠重力向下流动的待生催化剂逆流接触并发生焦炭燃烧反应，催化剂活性得到恢复，烟气依次经沉降区24、旋风分离器18和烟气管线19进入烟气能量回收系统(图中未标示)，一部分高温再生催化剂经再生催化剂管25进入缓冲区21，一部分待生催化剂经待生斜管29经待生催化剂分配器进入缓冲区21，与高温催化剂混合，流化介质26经流化介质分布器20从缓冲区21的底部进入对混合催化剂进行流化和烟气脱除，缓冲区21中含烟气的流化介质气体旋风分离器分离后经管线30引入旋风分离器18，缓冲区21中一部分经烟气脱除的混合催化剂经再生斜管13进入提升管反应器与原料油接触发生催化裂化反应(图中未标示)。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例和对比例中所使用的原料油为掺减压渣油的减压瓦斯油(掺渣瓦斯油)，其性质列于表1。催化剂由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司生产，商品编号为CGP-1。

实施例1

本实施例是在如附图1和2所示流程的中型催化裂化装置上进行的，以掺渣瓦斯油作为催化裂化的原料，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料进入提升管反应器底部，与催化剂接触并发生催化裂化反应，反应温度为515℃，催化剂与原料的重量比为10，在再生器缓冲区的流化汽提介质为水蒸气，汽提后的含烟气高温水蒸气直接排出再生器，反应和再生器的主要操作条件以及反应结果见表2。

对比例1

对比例1也是在与实施例相同的中型催化裂化装置上进行的，采用的原料油和催化剂以及反应条件与实施例相同，仅再生器为常规再生器，反应和再生器的主要操作条件以及反应结果见表2。

在对比例1中，为了控制剂油比为10，其反应温度由于热平衡的原因难于控制在515℃，实际控制温度为517℃，如果采用工业装置其灵活性与中型试验装置相比更小，其反应温度会有所增加，因此干气产率会有所增加。从表2中可以看出，与对比例相比，采用本发明由于缓冲区的存在，本发明再生区再生温度明显提高，达到700℃，催化剂烧焦效率得到明显改善，输送至反应器催化剂温度可以根据需要降低到665℃，因此对于控制剂油比和反应温度来说手段更加灵活，由于油剂接触温度降低，干气产率从对比例的3.65％降低到实施例的2.66％，焦炭产率从对比例的8.32％降低到实施例的6.46％，总液收(液化气产率+汽油产率+柴油产率)从对比例的84.30％增加到实施例的87.03％，产物分布明显改善。从表2中还可以看出，与对比例相比，采用本发明流化/汽提方法后，干气中非烃(氧气+氮气+一氧化碳+二氧化碳)体积分数从对比例的32.25％降低到实施例的2.87％，非烃脱除率高达91.10％。

实施例2

本实施例是在中型催化裂化装置上进行的，如图3所示。按照本发明所提出的再生器进行再生，即再生区为两段再生方式，取热后催化剂进入缓冲区，在再生器缓冲区的流化介质为烟气，再生器的主要操作条件和结果见表3。

对比例2

对比例2也是在与实施例2相同的中型催化裂化装置上进行的，按常规的两段再生方法对与实施例相同的待生催化剂进行再生，再生器主要操作条件和结果见表3。

从表3中可以看出，与对比例2相比，由于本发明采用缓冲区，本发明再生区再生温度明显提高的情况下输送至反应器催化剂温度可以根据需要控制在670℃，催化剂上含炭量可以达到0.05重％，而对比例2为了使催化剂含炭量达到0.05重％的水平，第二再生区需要提高烧焦温度，从而造成输送到反应器催化剂温度高达720℃，在提升管反应器剂油比和出口温度相同的条件下，原料油预热温度可以从对比例的180℃提高到280℃。

表1

原料油名称	掺渣瓦斯油
		密度(20℃)，千克/米³	906.0
运动粘度，毫米²/秒
		80℃	32.45
100℃	12.35
		残炭值，重％	3.3
凝点，℃	28
		酸值，mgKOH/g	1.42
总氮，重％	0.18
		硫，重％	0.57
碳，重％	87.21
		氢，重％	12.04
金属含量，ppm
		镍	24.9
钒	0.7
		铁	4.4
铜	0.7
		钠	1.8
馏程，℃
		HK(初馏点)	316
10％	354
		30％	415
50％	450
		70％	493
KK(终馏点)	520

表2

表3

	实施例2	对比例2
			再生器
再生区一
			气体表观速度，米/秒	0.7	0.7
催化剂停留时间，分钟	3.0	3.0
			再生密相温度，℃	683	683
再生区二
			气体表观速度，米/秒	0.9	0.9
催化剂停留时间，分钟	1.5	1.5
			再生密相温度，℃	725	720
缓冲区
			气体表观速度，米/秒	0.3	/
催化剂停留时间，分钟	3.0	/
			催化剂温度，℃	670	/
沉降区
			稀相温度，℃	671	684
降温区
			降温方式	上流式外取热器	下流式外取热器
输送至反应器催化剂
			催化剂上炭含量，重％	0.05	0.05
催化剂温度，℃	670	720
			反应器
原料油预热温度，℃	280	180
			剂油比，m/m	5.5	5.5
提升管出口温度，℃	505	505

Claims

1.催化转化催化剂再生方法，其特征是该方法包括：待生催化剂进入再生器再生区，与含氧气体接触发生燃烧反应，所得再生催化剂经降温区降温后进入缓冲区，经流化介质流化或/和汽提介质脱除烟气后返回反应器，再生区、缓冲区内的烟气从沉降区顶部排出，汽提介质选自水蒸气、干气中的一种或几种，流化介质选自水蒸气、二氧化碳气体、干气、含一氧化碳气体、烟气中的一种或几种；所述再生器包括再生区、沉降区、缓冲区和降温区，其中所述缓冲区与所述再生区相邻，所述缓冲区设有缓冲区催化剂入口和缓冲区催化剂出口，其中缓冲区催化剂入口与降温区或/和待生斜管相连，缓冲区催化剂出口与再生斜管相连。

2.催化转化催化剂再生方法，其特征是该方法包括：待生催化剂进入再生器再生区，与含氧气体接触发生燃烧反应，所得再生催化剂进入缓冲区，与待生催化剂混合降温，经流化介质流化或/和汽提介质脱除烟气后返回反应器，再生区、缓冲区内的烟气从沉降区顶部排出，所述流化介质选自水蒸气、二氧化碳气体、干气、含一氧化碳气体、烟气中的一种或几种；所述再生器包括再生区、沉降区、缓冲区，其中所述缓冲区与所述再生区相邻，所述缓冲区设有催化剂入口和催化剂出口，其中催化剂入口与降温区或/和待生斜管相连，催化剂出口与再生斜管相连。

3.按照权利要求1或2的方法，其特征是在再生区内催化剂平均停留时间为0.5～30分钟，温度为600～900℃，气体表观线速度为0.2～5.0米/秒，催化剂含炭量为0.15～0.8重％。

4.按照权利要求3的方法，其特征是在再生区内催化剂平均停留时间为1.5～10分钟，温度为650～750℃，气体表观线速度为0.5～3.5米/秒，催化剂含炭量为0.17～0.5重％。

5.按照权利要求1或2的方法，其特征是在缓冲区内催化剂平均停留时间为0.5～30分钟，温度为200～700℃，气体表观线速度为0.01～4.0米/秒。

6.按照权利要求5的方法，其特征是在缓冲区内催化剂平均停留时间为1～10分钟，温度为500～680℃，气体表观线速度为0.1～1.0米/秒。

7.按照权利要求2的方法，其特征是缓冲区汽提介质选自水蒸气、、干气中的一种或几种。

8.按照权利要求1或2的方法，其特征在于所述缓冲区设置一个或多个流化介质分布器。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述降温区为取热器，降温区设在缓冲区与再生区之间。

10.按照权利要求1或2的方法，其特征在于所述再生区设有再生区催化剂入口和再生区催化剂出口，其中再生区催化剂入口与待生斜管相连，再生区催化剂出口与降温区或/和再生催化剂管相连。

11.按照权利要求1或2的方法，其特征在于所述再生区、沉降区、缓冲区和任选降温区的连接方式选自器壁连接、管式连接、板式连接、气固分离器连接中的一种或几种，其中管式连接选自稀相管连接、分布管连接、输送管连接、T型管中的一种或几种，板式连接为分布板连接，气固分离器连接为旋风分离器或/和粗旋风分离器。