CN104419457A

CN104419457A - 一种双提升管催化裂化方法及装置

Info

Publication number: CN104419457A
Application number: CN201310421253.1A
Authority: CN
Inventors: 陈曼桥; 武立宪; 王文柯; 樊麦跃; 张亚西; 汤海涛
Original assignee: Sinopec Luoyang Petrochemical Engineering Corp; Sinopec Engineering Group Co Ltd
Current assignee: Sinopec Engineering Group Co Ltd; Sinopec Luoyang Guangzhou Engineering Co Ltd
Priority date: 2013-09-09
Filing date: 2013-09-09
Publication date: 2015-03-18
Anticipated expiration: 2033-09-09
Also published as: CN104419457B

Abstract

本发明公开了石油化工行业的一种双提升管催化裂化方法及装置。方法包括：采用两根提升管分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质；重油催化裂化油剂接触时间为0.2～1.5s；两股反应物流由各自专用的旋风分离器进行气固分离；待生催化剂经汽提后进入第一湍动床再生器与第一湍动床再生器主风顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，一段半再生催化剂由第一湍动床再生器生成烟气提升进入管式再生器并与第一湍动床再生器生成烟气顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器与第二湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭，再生催化剂返回两根提升管循环使用。本发明公开了实现该方法的双提升管催化裂化装置。

Description

一种双提升管催化裂化方法及装置

技术领域

本发明涉及石油化工行业的一种双提升管催化裂化方法及装置。

背景技术

目前，石油化工行业所使用的常规催化裂化装置普遍存在以下几方面的缺点：第一，受再生动力学限制，再生温度较高，导致参与反应的再生催化剂温度较高(一般在700℃左右)；受装置热平衡限制，使重油提升管的剂油比相对较小，一般总剂油比为5～8(提升管的总剂油比为提升管内催化剂的重量循环量与提升管各股进料的重量流量总和之比)，从而使单位重量的重油进料所接触到的活性中心数较少，这在很大程度上抑制了催化裂化反应。同时，提升管中油剂的接触温度较高，在一定程度上促进了热裂化反应。第二，重油提升管油剂接触的时间较长(一般在4s左右，s为秒)，这在提高进料转化率的同时也加剧了裂化生成物的二次反应，使裂化气(包括干气和液化气)与焦炭的产率较高，汽、柴油馏分的收率较低；还使催化柴油的品质较差，不适于作为车用燃料调合组份。第三，催化汽油无法进行单独改质，品质较低。多年来，国内外研究机构在克服上述常规催化裂化装置所存在的缺点方面做了大量的研究工作。

中国专利CN100338185C公开的一种催化裂化方法及装置，其主要技术特征是：采用双提升管催化裂化装置，利用双提升管催化裂化装置的技术优势，将部分或全部剩余活性较高(约相当于再生催化剂活性的90％)、温度较低(500℃左右)且经过汽提的轻烃提升管待生催化剂送入重油提升管底部的催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器的再生催化剂混合后一起进入重油提升管，与重油进料接触。由于混合器中两股催化剂的热交换作用，使混合催化剂的温度较低，实现了重油提升管“油剂低温接触、大剂油比”操作，在一定程度上降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术存在着以下几点不足：第一，轻烃待生催化剂与再生催化剂混合，在一定程度上降低了重油提升管内参与反应的催化剂的活性，对产品分布和产品性质带来不利影响。第二，该技术采用的是传统的提升管催化裂化反应器，喷嘴设置位置较低，重油提升管的油剂接触时间实际上只能控制为2～4s，短于2s的反应时间很难实现。由于油剂接触时间较长，导致重油提升管的产品分布和催化柴油的性质相对较差。

中国专利CN101575534B公开的一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法，其主要技术特征是：在再生器的下方设置一个再生催化剂冷却器，再生器内的再生催化剂经再生催化剂输送管进入其中，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进入提升管，与进料接触。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进入再生器内，与待生催化剂接触进行烧焦再生。由于以上特征，该技术实现了重油提升管“油剂低温接触、大剂油比”操作，在一定程度上降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术存在的不足之处是：第一，再生催化剂冷却器的筒体直径较小，因此就需要对由冷却主风分布器通入的冷却主风量进行限制。否则，大量再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂将被加热的冷却主风夹带、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，形成催化剂内循环，影响装置正常操作。由于冷却主风量受限制，因而会影响对高温再生催化剂的冷却效果。第二，采用的是传统的提升管催化裂化反应器，重油提升管很难实现较短的油剂接触时间，原因和后果与对CN100338185C的说明相似。

美国专利US6，059，958公开的一种重油催化裂化技术的主要特征是：将部分或全部经外取热器冷却后的再生催化剂送至重油提升管底部，与来自再生器的高温再生催化剂混合，混合再生催化剂在重油提升管内与重油进料接触。由于以上特征，该技术实现了重油提升管“油剂低温接触、大剂油比”操作。存在的不足之处是：第一，采用经外取热器冷却后的再生催化剂与来自再生器的高温再生催化剂混合降温的措施，导致该技术降低油剂接触温度和提高剂油比的优势仅能体现于具有过剩热量的催化裂化装置。第二，采用的是传统的提升管催化裂化反应器，重油提升管很难实现较短的油剂接触时间，原因和后果与对CN100338185C的说明相似。第三，采用单个重油提升管反应器，无法实现对汽油的单独改质。

发明内容

本发明的目的是提供一种双提升管催化裂化方法及装置，以解决现有的催化裂化工艺所存在的降低再生催化剂温度的措施适用范围较窄(只适用于具有过剩热量的催化裂化装置)、调节不够灵活(采用主风冷却再生催化剂因冷却主风量受限制而使冷却效果受到影响)、进入重油提升管参与反应的催化剂活性较低(受轻烃待生催化剂混入的影响)以及重油提升管难以实现较短的油剂接触时间等问题。

为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种双提升管催化裂化方法，重油进料在重油提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化裂化反应，轻烃进料在轻烃提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化改质反应，重油反应物流和轻烃反应物流分别从重油提升管出口和轻烃提升管出口经封闭管道进入各自专用的旋风分离器进行气固分离，分离出的重油反应油气和轻烃反应油气分别进入各自专用的分馏塔进行分馏，分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，再生催化剂分别返回重油提升管和轻烃提升管循环使用，其特征在于：重油进料的油剂接触时间为0.2～1.5s，经过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入第一湍动床再生器与第一湍动床再生器主风顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，一段半再生催化剂由第一湍动床再生器生成烟气提升进入管式再生器并与第一湍动床再生器生成烟气顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器与第二湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭。

用于实现上述方法的双提升管催化裂化装置，包括重油提升管、轻烃提升管、沉降器、再生器，重油提升管出口和轻烃提升管出口分别通过封闭管道与各自专用的旋风分离器入口相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密相段相连通，沉降器密相段为汽提段，其特征在于：重油提升管反应段长度为10～20m，再生器包括第一湍动床再生器、管式再生器和第二湍动床再生器，第一湍动床再生器自下而上由密相段和过渡段串连组成，密相段主体为一圆柱形筒体，过渡段为一圆台形筒体，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动床再生器密相段下部相连通，第一湍动床再生器顶部出口与管式再生器底部入口相连接，管式再生器出口位于第二湍动床再生器稀相段上部，第二湍动床再生器密相段底部分别通过重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与重油提升管底部和轻烃提升管底部相连通。

所述的重油提升管可以沿其轴向间隔设置2～5层重油进料喷嘴，轻烃提升管可以沿其轴向间隔设置2～5层轻烃进料喷嘴。

本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器为公用沉降器，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，管式再生器只有竖直段，第一湍动床再生器与管式再生器和第二湍动床再生器同轴设置，公用沉降器与第一湍动床再生器高低并列设置、与第二湍动床再生器并列设置，管式再生器穿过第二湍动床再生器密相段进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与公用沉降器同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段进入公用沉降器稀相段上部，轻烃提升管自下而上由竖直段和水平段串联组成，轻烃提升管水平段穿过器壁进入公用沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为连通混合待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的混合待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的长度为20～30m，内径为1200～8000mm，第二湍动床再生器密相段内径n为1600～10800mm，稀相段内径k为3300～21600mm。

本发明的另一种单沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器为公用沉降器，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，管式再生器自下而上由竖直段和水平段串连组成，第一湍动床再生器与管式再生器竖直段同轴设置，公用沉降器与第二湍动床再生器并列设置，公用沉降器和第二湍动床再生器分别与第一湍动床再生器高低并列设置，管式再生器水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与公用沉降器同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段进入公用沉降器稀相段上部，轻烃提升管自下而上由竖直段和水平段串联组成，轻烃提升管水平段穿过器壁进入公用沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为连通混合待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的混合待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的总长度为30～45m，其中，竖直段长度v为25～30m，水平段长度u为5～15m，竖直段内径为1200～8000mm，水平段内径为900～6000mm，第二湍动床再生器密相段内径N为1000～7000mm，稀相段内径K为3000～20000mm。

本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器包括重油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，管式再生器只有竖直段，第一湍动床再生器与管式再生器和第二湍动床再生器同轴设置，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与第一湍动床再生器高低并列设置、与第二湍动床再生器并列设置，管式再生器穿过第二湍动床再生器密相段进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与重油反应沉降器同轴设置，且穿过重油待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有竖直段，与轻烃反应沉降器同轴设置，且穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的重油待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的轻烃待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的长度为20～30m，内径为1200～8000mm，第二湍动床再生器密相段内径n为1600～10800mm，稀相段内径k为3300～21600mm。

本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器包括重油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，管式再生器自下而上由竖直段和水平段串连组成，第一湍动床再生器与管式再生器竖直段同轴设置，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与第二湍动床再生器并列设置，重油反应沉降器、轻烃反应沉降器和第二湍动床再生器分别与第一湍动床再生器高低并列设置，管式再生器水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与重油反应沉降器同轴设置，且穿过重油待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有竖直段，与轻烃反应沉降器同轴设置，且穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的重油待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的轻烃待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的总长度为30～45m，其中，竖直段长度v为25～30m，水平段长度u为5～15m，竖直段内径为1200～8000mm，水平段内径为900～6000mm，第二湍动床再生器密相段内径N为1000～7000mm，稀相段内径K为3000～20000mm。

与现有的催化裂化技术相比，采用本发明，具有如下的有益效果：

(1)由于采用第一湍动床再生器、管式再生器和第二湍动床再生器串连结合进行烧焦并且第一湍动床再生器和管式再生器分别烧去40％～50％的生成焦炭的再生方式，第一湍动床再生器在烧去部分生成焦炭的同时确保了管式再生器具有较高的入口温度，使管式再生器可以达到较高的烧焦强度，从而使整个催化裂化装置三个再生器的综合烧焦强度(综合烧焦强度指一套催化裂化装置所包括的所有再生器在单位时间内的总烧焦量与所有再生器催化剂总藏量的比值)与常规湍动床再生技术相比基本不变或有一定提高(湍动床再生器与管式再生器的一个显著区别就是湍动床再生器的催化剂藏量较大、热容也较大，不存在焦炭难以起燃问题。管式再生器的催化剂藏量较小、热容也较小，催化剂入口温度较低时焦炭难以起燃。经过汽提的待生催化剂的温度在500℃左右，若直接进入管式再生器，在此温度下焦炭难以起燃；即使能够起燃，烧焦速率也较低。本发明不存在这一问题)。从催化裂化装置热平衡关系来看，通过改变压力平衡使催化剂循环量增大可直接降低再生器催化剂床层的温度(对于本发明来说是可以降低第一湍动床再生器密相温度、管式再生器出口温度和第二湍动床再生器密相温度)，而且这种调节是非常灵活的。因此本发明可以在加工任何重油进料的双提升管催化裂化装置上实现在再生效率基本不变或有一定提高的前提下有效降低并灵活调节再生催化剂温度，从而实现在保持参与重油进料催化裂化反应的催化剂(全部为再生催化剂)活性的前提下，进行重油提升管“油剂低温接触、大剂油比”操作，进而抑制热裂化反应、促进催化裂化反应、降低重油提升管的干气和焦炭的产率；同时也能够实现在保持参与轻烃进料催化改质反应的催化剂(全部为再生催化剂)活性的前提下，进行轻烃提升管“油剂低温接触”操作，进而抑制热裂化反应、降低轻烃提升管的干气和焦炭产率；并且使对重油进料催化裂化和轻烃进料催化改质的反应条件的控制更加灵活。

(2)由于采用反应段长度较短的重油提升管反应器，可以实现较短的重油油剂接触时间，从而使重油催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到显著改善。

本发明可用于重油催化裂化和轻烃催化改质。

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是本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。

图2是本发明的另一种单沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。

图3是本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。

图4是本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。

图1、图2、图3和图4中，相同附图标记表示相同的技术特征。附图标记表示：1.公用沉降器，2.重油反应沉降器，3.轻烃反应沉降器，4.第一湍动床再生器，5.管式再生器，6.第二湍动床再生器，7.外取热器，8.重油提升管，9.轻烃提升管，10.混合待生催化剂汽提段，11.重油待生催化剂汽提段，12.轻烃待生催化剂汽提段，13a、13b、13c.重油进料喷嘴，14a、14b、14c.轻烃进料喷嘴，15.重油反应粗旋风分离器，16.轻烃反应粗旋风分离器，17.重油反应一级旋风分离器，18.轻烃反应一级旋风分离器，19.重油反应集气室，20.轻烃反应集气室，21.再生器一级旋风分离器，22.再生器二级旋风分离器，23.烟气集气室，24a、24b、24c、24d、24e.蒸汽分布管，25a、25b.主风分布管，26a、26b.预提升介质喷头，27.待生催化剂分配器，28.混合待生斜管，29.重油待生斜管，30.轻烃待生斜管，31.重油再生斜管，32.轻烃再生斜管，33.外取热器催化剂入口管，34.低温催化剂循环管，35.低温催化剂输送管，36.混合待生滑阀，37.重油待生滑阀，38.轻烃待生滑阀，39.重油再生滑阀，40.轻烃再生滑阀，41.外取热器入口滑阀，42.低温催化剂循环滑阀，43.低温催化剂输送滑阀，44a、44b、44c.重油进料，45a、45b、45c.轻烃进料，46a.由主风分布管25a进入第一湍动床再生器4的第一湍动床再生器主风，46b.由主风分布管25b进入第二湍动床再生器6的第二湍动床再生器主风，47.水蒸汽，48.预提升介质，49.重油反应油气分馏塔进料，50.轻烃反应油气分馏塔进料，51.第二湍动床再生器排出烟气(由经再生器一级旋风分离器21和再生器二级旋风分离器22分离出催化剂颗粒的第二湍动床再生器生成烟气和管式再生器生成烟气组成)，52a.重油反应粗旋风分离器15的出口管道与重油反应一级旋风分离器17的入口管道之间形成的环隙，52b.轻烃反应粗旋风分离器16的出口管道与轻烃反应一级旋风分离器18的入口管道之间形成的环隙。

具体实施方式

图1所示本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置，主要包括重油提升管8、轻烃提升管9、公用沉降器1、第一湍动床再生器4、管式再生器5和第二湍动床再生器6。管式再生器5只有竖直段。第一湍动床再生器4与管式再生器5和第二湍动床再生器6同轴设置，公用沉降器1与第一湍动床再生器4高低并列设置、与第二湍动床再生器6并列设置(并列设置包括高低并列设置或等高并列设置)。公用沉降器1密相段为混合待生催化剂汽提段10，混合待生催化剂汽提段10底部通过混合待生斜管28与第一湍动床再生器4密相段下部相连通。第一湍动床再生器4自下而上由密相段和过渡段串联组成，密相段主体为一圆柱形筒体，过渡段为一圆台形筒体。过渡段主要起到第一湍动床再生器4与管式再生器5之间的过渡、连接作用。第一湍动床再生器4顶部出口与管式再生器5底部入口相连接，管式再生器5出口位于第二湍动床再生器6稀相段上部。第二湍动床再生器6密相段底部分别通过重油再生斜管31和轻烃再生斜管32与重油提升管8底部和轻烃提升管9底部相连通。重油提升管8出口和轻烃提升管9出口均位于公用沉降器1稀相段上部。

第二湍动床再生器6为现有结构的湍动床再生器。它设有外取热器7，外取热器7为上进下出式。第二湍动床再生器6密相段通过外取热器催化剂入口管33与外取热器7入口相连通，外取热器7出口分别通过低温催化剂循环管34和低温催化剂输送管35与第二湍动床再生器6密相段和重油提升管8底部相连通。

重油提升管8顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管24d，底部器壁上设有预提升介质喷头26a。重油提升管8沿其轴向间隔设置三层重油进料喷嘴13a、13b，13c。重油提升管8与公用沉降器1同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段10进入公用沉降器1稀相段上部。轻烃提升管9自下而上由竖直段和水平段串联组成。轻烃提升管9竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管24e，底部器壁上设有预提升介质喷头26b。轻烃提升管9竖直段沿其轴向间隔设置两层轻烃进料喷嘴14a、14b，水平段设置一层轻烃进料喷嘴14c。轻烃提升管9水平段穿过器壁进入公用沉降器1稀相段上部。通常，重油提升管8可以沿其轴向间隔设置2～5层重油进料喷嘴，轻烃提升管9可以沿其轴向间隔设置2～5层轻烃进料喷嘴。

公用沉降器1稀相段上部，设有一个重油反应粗旋风分离器15和一个轻烃反应粗旋风分离器16，还设有一个重油反应一级旋风分离器17和一个轻烃反应一级旋风分离器18。重油提升管8出口和轻烃提升管9出口分别通过封闭管道与重油反应粗旋风分离器15入口和轻烃反应粗旋风分离器16入口相连接。重油反应粗旋风分离器15出口管道外径比重油反应一级旋风分离器17入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对中，两根管道之间形成的环隙52a作为汽提物流进入重油反应一级旋风分离器17的通道与公用沉降器1稀相段相连通。重油反应粗旋风分离器15底部和重油反应一级旋风分离器17底部通过料腿与混合待生催化剂汽提段10相连通。重油反应一级旋风分离器17出口通过封闭管道与重油反应集气室19相连通。轻烃反应粗旋风分离器16出口管道外径比轻烃反应一级旋风分离器18入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对中，两根管道之间形成的环隙52b作为汽提物流进入轻烃反应一级旋风分离器18的通道与公用沉降器1稀相段相连通。轻烃反应粗旋风分离器16底部和轻烃反应一级旋风分离器18底部分别通过料腿与混合待生催化剂汽提段10相连通。轻烃反应一级旋风分离器18出口通过封闭管道与轻烃反应集气室20相连通。重油反应集气室19和轻烃反应集气室20均位于公用沉降器1顶部，分别通过重油反应油气管线和轻烃反应油气管线与重油反应油气分馏塔和轻烃反应油气分馏塔相连通。混合待生催化剂汽提段10底部设有蒸汽分布管24a，混合待生斜管28底部出口位于第一湍动床再生器4密相段下部，且与待生催化剂分配器27相连通。通常，公用沉降器1稀相段上部可以设置一个重油反应粗旋风分离器15和一个轻烃反应粗旋风分离器16，同时还可以设置1～4个重油反应一级旋风分离器17和1～4个轻烃反应一级旋风分离器18。

第一湍动床再生器4密相段底部设有主风分布管25a，底端设有封头。管式再生器5穿过第二湍动床再生器6密相段进入第二湍动床再生器6稀相段上部，其出口处设有气固分离设备。

第二湍动床再生器6稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器21和两个再生器二级旋风分离器22。其中，再生器一级旋风分离器21入口与第二湍动床再生器6稀相段相连通，再生器一级旋风分离器21出口与再生器二级旋风分离器22入口通过封闭管道相连接，再生器二级旋风分离器22出口通过封闭管道与烟气集气室23入口相连接，烟气集气室23出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。第二湍动床再生器6密相段底部设有主风分布管25b，底端设有封头。通常，第二湍动床再生器6稀相段上部可以设置1～6个再生器一级旋风分离器21和1～6个再生器二级旋风分离器22。

重油再生斜管31、轻烃再生斜管32和外取热器催化剂入口管33入口均采用淹流口形式，且设置淹流斗。混合待生斜管28、重油再生斜管31、轻烃再生斜管32、外取热器催化剂入口管33、低温催化剂循环管34和低温催化剂输送管35上分别设有混合待生滑阀36、重油再生滑阀39、轻烃再生滑阀40、外取热器入口滑阀41、低温催化剂循环滑阀42、低温催化剂输送滑阀43。为避免催化剂走短路，外取热器催化剂入口管33入口与低温催化剂循环管34出口之间的距离不小于3米。

图2所示本发明的另一种单沉降器双提升管催化裂化装置，与图1所示本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置在整体布置与设备结构上的主要不同之处是：该装置中，管式再生器5自下而上由竖直段和水平段串连组成。第一湍动床再生器4与管式再生器5竖直段同轴设置。第二湍动床再生器6与第一湍动床再生器4高低并列设置。管式再生器5水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器6稀相段上部。管式再生器5竖直段顶端和水平段出口端均设有气垫弯头且竖直段内径大于水平段内径。

图3所示本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置，与图1所示本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置在整体布置与设备结构上的主要不同之处是，该装置中，分别设立专用的重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3。重油反应沉降器2密相段为重油待生催化剂汽提段11，轻烃反应沉降器3密相段为轻烃待生催化剂汽提段12。重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3分别与第一湍动床再生器4高低并列设置、与第二湍动床再生器6并列设置。重油提升管8与重油反应沉降器2同轴设置，且穿过重油待生催化剂汽提段11进入重油反应沉降器2稀相段上部。轻烃提升管9只有竖直段，与轻烃反应沉降器3同轴设置，且穿过轻烃待生催化剂汽提段12进入轻烃反应沉降器3稀相段上部；三层轻烃进料喷嘴14a、14b，14c全部设置于轻烃提升管9竖直段上。重油反应集气室19和轻烃反应集气室20分别位于重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3的顶部。重油反应沉降器2稀相段上部设有一个重油反应粗旋风分离器15和一个重油反应一级旋风分离器17，轻烃反应沉降器3稀相段上部设有一个轻烃反应粗旋风分离器16和一个轻烃反应一级旋风分离器18。重油待生催化剂汽提段11底部设有蒸汽分布管24b，且通过重油待生斜管29和待生催化剂分配器27与第一湍动床再生器4密相段下部相连通；轻烃待生催化剂汽提段12底部设有蒸汽分布管24c，且通过轻烃待生斜管30和待生催化剂分配器27与第一湍动床再生器4密相段下部相连通。重油待生斜管29上设有重油待生滑阀37，轻烃待生斜管30上设有轻烃待生滑阀38。通常，重油反应沉降器2稀相段上部可以设置一个重油反应粗旋风分离器15和1～4个重油反应一级旋风分离器17，轻烃反应沉降器3稀相段上部可以设置一个轻烃反应粗旋风分离器16和1～4个轻烃反应一级旋风分离器18。

图4所示本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置，与图3所示本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置在整体布置与设备结构上的主要不同之处是，该装置中，管式再生器5自下而上由竖直段和水平段串连组成。第一湍动床再生器4与管式再生器5竖直段同轴设置。第二湍动床再生器6与第一湍动床再生器4高低并列设置。管式再生器5水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器6稀相段上部。管式再生器5竖直段顶端和水平段出口端均设有气垫弯头且竖直段内径大于水平段内径。

本发明中，各设备主体均为金属材质(通常为碳钢或不锈钢)。其中，混合待生斜管28、重油待生斜管29、轻烃待生斜管30、重油再生斜管31、轻烃再生斜管32、外取热器催化剂入口管33、低温催化剂循环管34、低温催化剂输送管35、重油提升管8、轻烃提升管9、公用沉降器1、重油反应沉降器2、轻烃反应沉降器3、第一湍动床再生器4、管式再生器5、第二湍动床再生器6、外取热器7、重油反应粗旋风分离器15、轻烃反应粗旋风分离器16、重油反应一级旋风分离器17、轻烃反应一级旋风分离器18、再生器一级旋风分离器21、再生器二级旋风分离器22内部均内衬有隔热耐磨衬里。衬里的型号和厚度根据各部位的操作温度和催化剂流动线速以及设备结构特点来确定。本发明所述的设备或管道的内径，对于设有隔热耐磨衬里的设备或管道，均是指相应隔热耐磨衬里的内径。

本发明中，重油提升管8的总长度一般为25～30m，其中，反应段长度一般为10～20m，预提升段长度一般为5～20m。反应段内径一般为400～2500mm，预提升段内径一般为200～1300mm。

本发明中，轻烃提升管9的总长度一般为25～35m，其中，反应段长度一般为10～30m，预提升段长度一般为5～25m。反应段内径一般为300～2000mm，预提升段内径一般为150～1000mm。对于图1和图2所示由竖直段和水平段串联组成的轻烃提升管9，竖直段长度一般为25～30m，水平段长度一般为5～8m。

本发明中，重油提升管8和轻烃提升管9符合常规提升管催化裂化装置所采用的提升管的一般特征。其各部分的具体长度可分别根据两根提升管的设计油剂接触时间、各部分的设计线速，各沉降器和各再生器的结构尺寸以及整个催化裂化装置的压力平衡关系，采用常规提升管催化裂化装置提升管的设计计算方法加以确定。两根提升管各部分的具体内径可分别根据各提升管的设计处理量、水蒸汽和预提升介质用量以及两根提升管各部分的设计线速等参数，采用常规提升管催化裂化装置提升管的设计计算方法加以确定。

本发明中，重油进料喷嘴与轻烃进料喷嘴属于现有常规设备，符合常规催化裂化进料喷嘴的一般特征。其具体结构尺寸和空间布局可以分别根据两根提升管的结构尺寸、设计处理量和雾化蒸汽量等操作条件采用常规催化裂化进料喷嘴的设计计算方法加以确定。各层重油进料喷嘴和轻烃进料喷嘴的具体设置位置可分别根据各股重油进料和轻烃进料所需要的油剂接触时间以及各提升管反应段的设计线速等参数进行计算确定。重油进料喷嘴和轻烃进料喷嘴的具体材质可分别根据各股重油进料和轻烃进料的性质和操作条件进行确定。

本发明中，混合待生斜管28内径一般为350～2200mm，重油待生斜管29内径一般为300～1800mm，轻烃待生斜管30内径一般为200～1200mm，重油再生斜管31内径一般为300～1800mm，轻烃再生斜管32内径一般为200～1200mm，外取热器催化剂入口管33内径一般为150～900mm，低温催化剂循环管34内径一般为150～900mm，低温催化剂输送管35内径一般为150～900mm。上述几根催化剂输送管属于现有常规设备，符合密相催化剂输送管道的一般特征。其具体结构和尺寸可以根据装置各催化剂循环线路的催化剂循环量以及装置的空间布局采用密相催化剂输送管道的设计计算方法加以确定。

本发明中，第一湍动床再生器4密相段圆柱形筒体的高度h一般为5～8m，其内径w一般为2000～14000mm；第一湍动床再生器4过渡段圆台形筒体的母线与底面的夹角α一般为45～60度。

本发明中，对于图1和图3所示采用只有竖直段的管式再生器5的双提升管催化裂化装置，管式再生器5的长度一般为20～30m，内径一般为1200～8000mm。第二湍动床再生器6密相段内径n一般为1600～10800mm，稀相段内径k一般为3300～21600mm。

本发明中，对于图2和图4所示采用由竖直段和水平段串联组成的管式再生器5的双提升管催化裂化装置，管式再生器5的总长度一般为30～45m，其中，竖直段长度v一般为25～30m，水平段长度u一般为5～15m；竖直段内径一般为1200～8000mm，水平段内径一般为900～6000mm。第二湍动床再生器6密相段内径N一般为1000～7000mm，稀相段内径K一般为3000～20000mm。

本发明中，第一湍动床再生器4的结构和操作方式与常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器有所差别，但因其密相段的催化剂流化状态与常规湍动床再生器相近，所以可以根据第一湍动床再生器4的设计烧焦能力和烧焦强度及其密相段的设计线速采用现有催化裂化装置湍动床再生器的设计计算方法确定其密相段的具体结构尺寸；其过渡段结构尺寸的确定遵循催化剂流化的基本原理，在确保催化剂循环流化不受影响的前提下，可以根据装置的设计需要灵活掌握。

本发明中，管式再生器5的结构和操作方式与常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器相比差别较大，需要根据整个催化裂化装置的压力平衡关系、管式再生器5的设计烧焦能力和烧焦强度及其各部位的设计线速采用稀相管式再生器的设计计算方法确定其各部位的具体结构尺寸。

本发明中，第二湍动床再生器6符合常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器的一般特征，可以根据第二湍动床再生器6的设计烧焦能力和烧焦强度及其各部位的设计线速以及再生器一级旋风分离器21和再生器二级旋风分离器22的结构尺寸与安装方式等参数条件，采用现有催化裂化装置湍动床再生器的设计计算方法确定其各部位的具体结构尺寸。

本发明中，公用沉降器1、重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3属于现有常规设备，符合常规提升管式催化裂化装置沉降器的一般特征。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有催化裂化装置沉降器的设计计算方法加以确定。

本发明中，外取热器7属于现有常规设备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有催化裂化装置外取热器的设计计算方法加以确定。

本发明中，重油反应粗旋风分离器15、轻烃反应粗旋风分离器16、重油反应一级旋风分离器17、轻烃反应一级旋风分离器18以及再生器一级旋风分离器21和再生器二级旋风分离器22属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。

本发明中，设置在管式再生器5出口处的气固分离设备可以采用旋风分离器、伞帽型分离器(如图1、图3所示)、倒L型分离器、T型分离器、三叶型分离器、弹射式分离器(如图2、图4所示)等气固分离设备。

本发明中，蒸汽分布管24a、24b、24c、24d、24e和主风分布管25a、25b可采用树枝形分布管或环形分布管，均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有蒸汽分布管和主风分布管的设计计算方法加以确定。

本发明中，预提升介质喷头26a、26b属于现有常规设备。其具体结构尺寸、设置位置和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有预提升介质喷头的设计计算方法加以确定。

本发明中，重油再生斜管31、轻烃再生斜管32和外取热器催化剂入口管33入口处设置的淹流斗均属于现有常规设备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件采用现有淹流斗的设计计算方法加以确定。

本发明中，待生催化剂分配器27属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有催化剂分配器的设计计算方法加以确定。

采用图1所示的双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法如下：重油进料在重油提升管8内与再生催化剂接触混合并进行油剂接触时间为0.2～1.5s的催化裂化反应，轻烃进料在轻烃提升管9内与再生催化剂接触混合并进行催化改质反应。重油反应物流和轻烃反应物流分别进入公用沉降器1由各自专用的旋风分离器进行气固分离，分离出的重油反应油气和轻烃反应油气分别进入重油反应油气分馏塔和轻烃反应油气分馏塔进行分馏，分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入混合待生催化剂汽提段10进行汽提。经过汽提的混合待生催化剂(包括重油待生催化剂和轻烃待生催化剂)进行三段再生，具体来说是：混合待生催化剂进入第一湍动床再生器4与由主风分布管25a进入第一湍动床再生器4的第一湍动床再生器主风46a向上顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，生成一段半再生催化剂；一段半再生催化剂由第一湍动床再生器生成烟气(含氧烟气)提升进入管式再生器5并与第一湍动床再生器生成烟气向上顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，生成二段半再生催化剂；二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器6与由主风分布管25b进入第二湍动床再生器6的第二湍动床再生器主风46b逆流接触(第二湍动床再生器主风46b向上流动、二段半再生催化剂向下流动)烧去剩余的生成焦炭，生成再生催化剂。再生催化剂返回重油提升管8和轻烃提升管9循环使用。上述过程中，所述烧去生成焦炭的百分数，都是以重油进料催化裂化反应和轻烃进料催化改质反应生成的焦炭总重量为基准而言。本发明所用的主风通常为压缩空气。

在以上操作过程中，重油提升管8同时处理三种重油进料44a、44b、44c，轻烃提升管9同时处理三种轻烃进料45a、45b、45c。根据反应需要，三种重油进料44a、44b、44c分别从三层重油进料喷嘴13a、13b、13c进入重油提升管8，三种轻烃进料45a、45b、45c分别从三层轻烃进料喷嘴14a、14b、14c进入轻烃提升管9。

在以上操作过程中，第二湍动床再生器6内的一部分再生催化剂从第二湍动床再生器6密相段底部向下经重油再生斜管31进入重油提升管8底部，先由经蒸汽分布管24d通入的水蒸汽47进行松动和流化，再由经预提升介质喷头26a通入的预提升介质48提升上行一段距离后与重油进料44a、44b、44c接触。第二湍动床再生器6内的另一部分再生催化剂从第二湍动床再生器6密相段底部向下经轻烃再生斜管32进入轻烃提升管9底部，先由经蒸汽分布管24e通入的水蒸汽47进行松动和流化，再由经预提升介质喷头26b通入的预提升介质48提升上行一段距离后与轻烃进料45a、45b、45c接触。

在以上操作过程中，重油反应物流从重油提升管8出口经封闭管道进入重油反应粗旋风分离器15进行气固分离，分离出的气相物流进入重油反应一级旋风分离器17进行进一步的气固分离；轻烃反应物流从轻烃提升管9水平段出口经封闭管道进入轻烃反应粗旋风分离器16进行气固分离，分离出的气相物流进入轻烃反应一级旋风分离器18进行进一步的气固分离。汽提过程中产生的汽提物流(被汽提出的烃类油气及其夹带的少量催化剂)分为两部分，一部分经环隙52a进入重油反应一级旋风分离器17进行气固分离，另一部分经环隙52b进入轻烃反应一级旋风分离器18进行气固分离。重油反应粗旋风分离器15分离出的重油待生催化剂、轻烃反应粗旋风分离器16分离出的轻烃待生催化剂以及重油反应一级旋风分离器17和轻烃反应一级旋风分离器18分离出的混合待生催化剂经各旋风分离器料腿进入混合待生催化剂汽提段10，由经蒸汽分布管24a通入的水蒸汽47进行汽提。重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气作为重油反应油气分馏塔进料49经重油反应集气室19和重油反应油气管线进入重油反应油气分馏塔进行分馏，轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气作为轻烃反应油气分馏塔进料50经轻烃反应集气室20和轻烃反应油气管线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。

在以上操作过程中，经过汽提的混合待生催化剂向下经混合待生斜管28和待生催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段下部，与第一湍动床再生器主风46a接触。

在以上操作过程中，二段半再生催化剂和管式再生器生成烟气由设置在管式再生器5出口处的气固分离设备进行气固分离后，分离出的二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器6密相段上部，与第二湍动床再生器主风46b接触。第二湍动床再生器生成烟气和气固分离设备分离出的管式再生器生成烟气以及它们夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器21和再生器二级旋风分离器22进行气固分离，分离出的催化剂颗粒经各再生器旋风分离器的料腿返回第二湍动床再生器6密相段，分离出的烟气51经烟气集气室23和烟气管线进入烟气能量回收系统。

在以上操作过程中，全装置的热量平衡通过外取热器7进行辅助调节，即根据需要将一部分再生催化剂从第二湍动床再生器6密相段经外取热器催化剂入口管33引入取热器7进行冷却。经过外取热器7冷却后的低温再生催化剂可以经低温催化剂循环管34全部返回第二湍动床再生器6密相段，或是经低温催化剂输送管35全部进入重油提升管8底部。外取热器7冷却后的低温再生催化剂还可以分为两部分，一部分经低温催化剂循环管34返回第二湍动床再生器6密相段，另一部分经低温催化剂输送管35进入重油提升管8底部。外取热器7的操作条件，可以根据取热负荷的变化灵活调整。

在将部分或全部经过外取热器7冷却后的低温再生催化剂经低温催化剂循环管34返回第二湍动床再生器6密相段时，需向低温催化剂循环管34内通入少量用于输送催化剂的主风，这股主风将进入第二湍动床再生器6密相段参与烧焦。不属于上述情况的，第二湍动床再生器6将完全使用由主风分布管25b进入第二湍动床再生器6的第二湍动床再生器主风46b进行烧焦。

在以上操作过程中，从第二湍动床再生器6进入重油提升管8、轻烃提升管9和外取热器7的再生催化剂的流量分别由重油再生滑阀39、轻烃再生滑阀40和外取热器入口滑阀41进行调节。从外取热器7返回第二湍动床再生器6、从外取热器7进入重油提升管8的再生催化剂的流量分别由低温催化剂循环滑阀42、低温催化剂输送滑阀43进行调节，从混合待生催化剂汽提段10进入第一湍动床再生器4的混合待生催化剂的流量由混合待生滑阀36进行调节。

采用图2所示的双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法与采用图1所示装置进行双提升管催化裂化的方法的主要不同之处在于：一段半再生催化剂在具有竖直段和水平段的管式再生器5中进行烧焦再生(一段半再生催化剂与第一湍动床再生器生成烟气首先在管式再生器5的竖直段向上顺流接触进行烧焦，再进入管式再生器5的水平段水平顺流接触进行烧焦)。

采用图3所示的双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法与采用图1所示装置进行双提升管催化裂化的方法的主要不同之处在于：轻烃进料在只有竖直段的轻烃提升管9内进行催化改质反应。重油反应物流在重油反应沉降器2内进行气固分离，轻烃反应物流在轻烃反应沉降器3内进行气固分离。重油待生催化剂在重油待生催化剂汽提段11进行汽提，轻烃待生催化剂在轻烃待生催化剂汽提段12进行汽提。重油待生催化剂在汽提过程中产生的汽提物流经环隙52a进入重油反应一级旋风分离器17进行气固分离，轻烃待生催化剂在汽提过程中产生的汽提物流经环隙52b进入轻烃反应一级旋风分离器18进行气固分离。经过汽提的重油待生催化剂向下经重油待生斜管29和待生催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段下部，经过汽提的轻烃待生催化剂向下经轻烃待生斜管30和待生催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段下部。从重油待生催化剂汽提段11进入第一湍动床再生器4的重油待生催化剂的流量由重油待生滑阀37进行调节，从轻烃待生催化剂汽提段12进入第一湍动床再生器4的轻烃待生催化剂的流量由轻烃待生滑阀38进行调节。

采用图4所示的双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法与采用图3所示装置进行双提升管催化裂化的方法的主要不同之处在于：一段半再生催化剂在具有竖直段和水平段的管式再生器5中进行烧焦再生(一段半再生催化剂与第一湍动床再生器生成烟气首先在管式再生器5的竖直段向上顺流接触进行烧焦，再进入管式再生器5的水平段水平顺流接触进行烧焦)。

本发明中，重油提升管8可以同时加工1～5种重油进料。重油进料包括常压渣油、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、煤焦油。不同种类的重油进料根据反应需要，从沿重油提升管8的轴向设置在不同位置的各层重油进料喷嘴进入重油提升管8，与催化剂接触并进行反应。轻烃提升管9可以同时加工1～5种轻烃进料。轻烃进料包括催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、直馏汽油、气压机凝缩油。不同种类的轻烃进料根据反应需要，从沿轻烃提升管9的轴向设置在不同位置的各层轻烃进料喷嘴进入轻烃提升管9，与催化剂接触并进行反应。本发明所用的催化剂，可以是现有的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)。

本发明中，预提升介质48为水蒸汽或干气，可以按需要选用。

本发明中，重油提升管8的主要操作条件是：反应温度(重油提升管8出口温度)一般为460～560℃，较好为470～550℃，最好为480～540℃；油剂接触时间一般为0.2～1.5s，较好为0.4～1.2s，最好为0.5～1.0s；总剂油比一般为5～20，较好为6～15，最好为7～12；油气平均线速一般为8.0～15.0m／s；参与反应的再生催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。

本发明中，轻烃提升管9的主要操作条件是：反应温度(轻烃提升管9出口温度)一般为450～600℃，较好为480～580℃，最好为500～550℃；油剂接触时间一般为0.2～2.5s，较好为0.5～2.0s，最好为0.8～1.5s；总剂油比一般为4～20，较好为6～15，最好为7～12；油气平均线速一般为8.0～15.0m／s；参与反应的再生催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。

本发明中，公用沉降器1的主要操作条件是：稀相温度一般为470～560℃，顶部绝对压力一般为0.22～0.40MPa。

本发明中，重油反应沉降器2的主要操作条件是：稀相温度一般为470～550℃，顶部绝对压力一般为0.22～0.40MPa。

本发明中，轻烃反应沉降器3的主要操作条件是：稀相温度一般为440～590℃，顶部绝对压力一般为0.22～0.40MPa。

本发明中，混合待生催化剂汽提段10的主要操作条件是：汽提温度一般为480～570℃，汽提时间为一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg／t_cat(千克水蒸汽／吨催化剂)。

本发明中，重油待生催化剂汽提段11的主要操作条件是：汽提温度一般为480～560℃，汽提时间为一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg／t_cat。

本发明中，轻烃待生催化剂汽提段12的主要操作条件是：汽提温度一般为450～600℃，汽提时间为一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg／t_cat。

本发明中，第一湍动床再生器4的主要操作条件是：密相温度一般为560～630℃，密相气体线速一般为0.7～1.0m／s，密相高度一般为5～9m(第一湍动床再生器4密相高度指第一湍动床再生器4密相段圆柱形筒体顶端与主风分布管25a下端面的距离)，烧焦强度一般为40～120kg／(t·h)，烧焦时间一般为1.5～5.0min。第一湍动床再生器主风46a的量根据第一湍动床再生器4和管式再生器5的烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去80％以上生成焦炭的需求。

本发明中，管式再生器5的主要操作条件是：入口温度一般为560～630℃，出口温度一般为610～720℃，平均气体线速一般为3.0～5.0m／s，烧焦强度一般为250～800kg／(t·h)，烧焦时间一般为20～40s。

本发明中，第二湍动床再生器6的主要操作条件是：密相温度一般为600～700℃，密相气体线速一般为0.7～1.0m／s，密相高度一般为8～15m(第二湍动床再生器6密相高度指第二湍动床再生器6密相床层料面与主风分布管25b下端面的距离)，稀相气体线速一般为0.4～0.6m／s，稀相沉降高度一般为7～10m(第二湍动床再生器6稀相沉降高度指再生器一级旋风分离器21入口与第二湍动床再生器6密相床层料面的距离)，烧焦强度一般为40～120kg／(t·h)，烧焦时间一般为1.0～3.0min，顶部绝对压力一般为0.20～0.38MPa。第二湍动床再生器主风46b的量根据第二湍动床再生器6的烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去剩余生成焦炭并维持第二湍动床再生器6内催化剂正常流化的需求。

本发明提到的百分数，除表示再生催化剂活性的和以v％表示体积百分数的以外，均为重量百分数。

对比例与实施例

对比例

在常规的单沉降器双提升管催化裂化中试装置上进行试验。该中试装置设置一个湍动床再生器，不设置外取热器。重油提升管的设计处理量为60kg／d(千克／天)，轻烃提升管的设计处理量为24kg／d。重油提升管设置一层重油进料喷嘴，轻烃提升管设置一层轻烃进料喷嘴。

对比例中，重油提升管加工的重油原料为大庆常压渣油，轻烃提升管加工的轻烃原料为重油提升管所产的催化汽油，催化剂采用市售的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。对比例中，所述的进料对于重油提升管而言是指大庆常压渣油和回炼油、对于轻烃提升管而言是指重油提升管所产的催化汽油。重油提升管模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经同一层重油进料喷嘴进入重油提升管；轻烃提升管单程操作。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。混合待生催化剂汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

重油原料性质见表1，对比例的主要操作条件及产品分布见表2，液体产品主要性质见表3。

实施例

实施例1～5在近似于本发明图1所示装置的单沉降器双提升管催化裂化中试装置上进行试验。与图1所示装置不同的是，该中试装置中，重油提升管设置两层重油进料喷嘴，轻烃提升管设置两层轻烃进料喷嘴；不设置外取热器，没有外取热器催化剂入口管、外取热器入口滑阀、低温催化剂循环管、低温催化剂循环滑阀、低温催化剂输送管、低温催化剂输送滑阀。重油提升管的设计处理量为60kg／d，轻烃提升管的设计处理量为30kg／d。重油提升管反应段和轻烃提升管反应段的内径可以根据试验需要进行更改。

实施例1～5中，重油提升管加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油，轻烃提升管加工的轻烃原料为重油提升管所产的催化汽油，催化剂采用与对比例相同的市售CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。实施例中，所述的进料对于重油提升管而言是指大庆常压渣油和回炼油、对于轻烃提升管而言是指重油提升管所产的催化汽油，所述的原料对于重油提升管而言是指大庆常压渣油、对于轻烃提升管而言是指重油提升管所产的催化汽油。重油提升管模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层重油进料喷嘴进入重油提升管；轻烃提升管单程操作，轻烃原料从一层轻烃进料喷嘴进入轻烃提升管。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。混合待生催化剂汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

实施例1的主要操作条件及产品分布见表4，液体产品主要性质见表5。实施例2的主要操作条件及产品分布见表6，液体产品主要性质见表7。实施例3的主要操作条件及产品分布见表8，液体产品主要性质见表9。实施例4的主要操作条件及产品分布见表10，液体产品主要性质见表11。实施例5的主要操作条件及产品分布见表12，液体产品主要性质见表13。

表1重油原料性质(对比例，实施例1～5)

重油原料	大庆常压渣油
		密度(20℃)，kg·m^-3	900.2
残炭，％	4.2
		族组成，％
饱和烃	62.3
		芳烃	22.6
胶质+沥青质	15.1
		硫含量，μg·g^-1	1450
Ni，μg·g^-1	4.3
		V，μg·g^-1	0.2

表2对比例的主要操作条件及产品分布

表3对比例的液体产品主要性质

表4实施例1的主要操作条件及产品分布

表5实施例1的液体产品主要性质

表6实施例2的主要操作条件及产品分布

表7实施例2的液体产品主要性质

表8实施例3的主要操作条件及产品分布

表9实施例3的液体产品主要性质

表10实施例4的主要操作条件及产品分布

表11实施例4的液体产品主要性质

表12实施例5的主要操作条件及产品分布

表13实施例5的液体产品主要性质

Claims

1.一种双提升管催化裂化方法，重油进料在重油提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化裂化反应，轻烃进料在轻烃提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化改质反应，重油反应物流和轻烃反应物流分别从重油提升管出口和轻烃提升管出口经封闭管道进入各自专用的旋风分离器进行气固分离，分离出的重油反应油气和轻烃反应油气分别进入各自专用的分馏塔进行分馏，分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，再生催化剂分别返回重油提升管和轻烃提升管循环使用，其特征在于：重油进料的油剂接触时间为0.2～1.5s，经过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入第一湍动床再生器与第一湍动床再生器主风顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，一段半再生催化剂由第一湍动床再生器生成烟气提升进入管式再生器并与第一湍动床再生器生成烟气顺流接触烧去40％～50％的生成焦炭，二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器与第二湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭。

2.依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：所述的重油提升管同时加工1～5种重油进料，轻烃提升管同时加工1～5种轻烃进料。

3.依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：将一部分再生催化剂从第二湍动床再生器密相段引入外取热器进行冷却，冷却后的再生催化剂全部返回第二湍动床再生器密相段或是全部进入重油提升管底部，或者是分为两部分，一部分返回第二湍动床再生器密相段，另一部分进入重油提升管底部。

4.依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：所述的重油提升管的操作条件是，反应温度为460～560℃，总剂油比为5～20，油气平均线速为8.0～15.0m／s，参与反应的再生催化剂活性为58～75，轻烃提升管的操作条件是，反应温度为450～600℃，油剂接触时间为0.2～2.5s，总剂油比为4～20，油气平均线速为8.0～15.0m／s，参与反应的再生催化剂活性为58～75，第一湍动床再生器的操作条件是，密相温度为560～630℃，密相气体线速为0.7～1.0m／s，密相高度为5～9m，烧焦强度为40～120kg／(t·h)，烧焦时间为1.5～5.0min，管式再生器的操作条件是，入口温度为560～630℃，出口温度为610～720℃，平均气体线速为3.0～5.0m／s，烧焦强度为250～800kg／(t·h)，烧焦时间为20～40s，第二湍动床再生器的操作条件是，密相温度为600～700℃，密相气体线速为0.7～1.0m／s，密相高度为8～15m，稀相气体线速为0.4～0.6m／s，稀相沉降高度为7～10m，烧焦强度为40～120kg／(t·h)，烧焦时间为1.0～3.0min，顶部绝对压力为0.20～0.38MPa。

5.一种用于实现权利要求1所述方法的双提升管催化裂化装置，包括重油提升管、轻烃提升管、沉降器、再生器，重油提升管出口和轻烃提升管出口分别通过封闭管道与各自专用的旋风分离器入口相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密相段相连通，沉降器密相段为汽提段，其特征在于：重油提升管反应段长度为10～20m，再生器包括第一湍动床再生器、管式再生器和第二湍动床再生器，第一湍动床再生器自下而上由密相段和过渡段串连组成，密相段主体为一圆柱形筒体，过渡段为一圆台形筒体，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动床再生器密相段下部相连通，第一湍动床再生器顶部出口与管式再生器底部入口相连接，管式再生器出口位于第二湍动床再生器稀相段上部，第二湍动床再生器密相段底部分别通过重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与重油提升管底部和轻烃提升管底部相连通。

6.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的重油提升管沿其轴向间隔设置2～5层重油进料喷嘴，轻烃提升管沿其轴向间隔设置2～5层轻烃进料喷嘴。

7.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器为公用沉降器，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，管式再生器只有竖直段，第一湍动床再生器与管式再生器和第二湍动床再生器同轴设置，公用沉降器与第一湍动床再生器高低并列设置、与第二湍动床再生器并列设置，管式再生器穿过第二湍动床再生器密相段进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与公用沉降器同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段进入公用沉降器稀相段上部，轻烃提升管自下而上由竖直段和水平段串联组成，轻烃提升管水平段穿过器壁进入公用沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为连通混合待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的混合待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的长度为20～30m，内径为1200～8000mm，第二湍动床再生器密相段内径n为1600～10800mm，稀相段内径k为3300～21600mm。

8.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器为公用沉降器，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，管式再生器自下而上由竖直段和水平段串连组成，第一湍动床再生器与管式再生器竖直段同轴设置，公用沉降器与第二湍动床再生器并列设置，公用沉降器和第二湍动床再生器分别与第一湍动床再生器高低并列设置，管式再生器水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与公用沉降器同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段进入公用沉降器稀相段上部，轻烃提升管自下而上由竖直段和水平段串联组成，轻烃提升管水平段穿过器壁进入公用沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管为连通混合待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的混合待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的总长度为30～45m，其中，竖直段长度v为25～30m，水平段长度u为5～15m，竖直段内径为1200～8000mm，水平段内径为900～6000mm，第二湍动床再生器密相段内径N为1000～7000mm，稀相段内径K为3000～20000mm。

9.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器包括重油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，管式再生器只有竖直段，第一湍动床再生器与管式再生器和第二湍动床再生器同轴设置，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与第一湍动床再生器高低并列设置、与第二湍动床再生器并列设置，管式再生器穿过第二湍动床再生器密相段进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与重油反应沉降器同轴设置，且穿过重油待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有竖直段，与轻烃反应沉降器同轴设置，且穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的重油待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的轻烃待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的长度为20～30m，内径为1200～8000mm，第二湍动床再生器密相段内径n为1600～10800mm，稀相段内径k为3300～21600mm。

10.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器包括重油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，管式再生器自下而上由竖直段和水平段串连组成，第一湍动床再生器与管式再生器竖直段同轴设置，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与第二湍动床再生器并列设置，重油反应沉降器、轻烃反应沉降器和第二湍动床再生器分别与第一湍动床再生器高低并列设置，管式再生器水平段穿过器壁进入第二湍动床再生器稀相段上部，重油提升管与重油反应沉降器同轴设置，且穿过重油待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有竖直段，与轻烃反应沉降器同轴设置，且穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的重油待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段下部的轻烃待生斜管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管，管式再生器的总长度为30～45m，其中，竖直段长度v为25～30m，水平段长度u为5～15m，竖直段内径为1200～8000mm，水平段内径为900～6000mm，第二湍动床再生器密相段内径N为1000～7000mm，稀相段内径K为3000～20000mm。

11.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的第二湍动床再生器设有外取热器，第二湍动床再生器密相段通过外取热器催化剂入口管与外取热器入口相连通，外取热器出口分别通过低温催化剂循环管和低温催化剂输送管与第二湍动床再生器密相段和重油提升管底部相连通。

12.依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的重油提升管的总长度为25～30m，其中，反应段长度为10～20m，预提升段长度为5～20m，反应段内径为400～2500mm，预提升段内径为200～1300mm，轻烃提升管的总长度为25～35m，其中，反应段长度为10～30m，预提升段长度为5～25m，反应段内径为300～2000mm，预提升段内径为150～1000mm，第一湍动床再生器密相段圆柱形筒体的高度h为5～8m，其内径w为2000～14000mm。