CN104513673B - 一种双提升管催化裂化方法与装置 - Google Patents

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与装置。方法包括：采用两根提升管分别进行重油催化裂化反应和轻烃催化改质反应；重油催化裂化油剂接触时间为0.2～1.5s；两股反应物流分别由各自专用的旋风分离器进行气固分离；两股反应油气分别由各自专用的分馏塔进行分馏；待生催化剂经过汽提后进入折流管式再生器，与未经冷却的循环再生催化剂混合后一并与折流管式再生器主风顺流接触烧去90％以上的生成焦炭，半再生催化剂进入湍动床再生器与湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭，再生催化剂返回提升管循环使用。本发明公开了用于实现上述方法的双提升管催化裂化装置。本发明可用于重油催化裂化和轻烃催化改质。

Description

一种双提升管催化裂化方法与装置

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与装置。

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。

中国专利CN100338185C和美国专利US6，059，958所公开的两种催化裂化技术由于采用未作任何改进的传统湍动床再生器，再生器催化剂循环量的提高会使再生器床层温度降低进而降低再生效率；受此限制，都无法通过直接提高再生器的催化剂循环量来提高重油提升管的剂油比，而是分别通过轻烃待生催化剂和外取热器冷却后的再生催化剂直接参与重油催化裂化反应的方法来提高剂油比。由于上述两种催化剂的流量有限，使剂油比的提高幅度受到限制。

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与装置，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和提高重油提升管剂油比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，或是通过轻烃待生催化剂或外取热器冷却后的再生催化剂直接参与重油催化裂化反应来提高重油提升管剂油比的方法由于两种催化剂的流量有限而使重油提升管剂油比的提高幅度受到限制)、参与重油催化裂化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折流管式再生器，与未经冷却的循环再生催化剂混合后一并与折流管式再生器主风顺流接触烧去90％以上的生成焦炭，半再生催化剂进入湍动床再生器与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，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，汽提段底部通过待生催化剂输送管与折流管式再生器底部相连通，折流管式再生器出口位于湍动床再生器稀相段下部，湍动床再生器密相段分别通过再生催化剂循环管、重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与折流管式再生器底部、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，折流管式再生器由内管和外管套置组成，且内管和外管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再生器，外管穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，内管与外管之间形成环形通道，环形通道底端出口为折流管式再生器出口，公用沉降器与湍动床再生器并列设置，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折流管式再生器底部的混合待生斜管，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，折流管式再生器的总长度为40～70m，其中，内管长度p为30～45m，外管长度q为10～25m，内管内径为1200～8000mm，外管内径为1700～11300mm，湍动床再生器密相段内径N为1600～10800mm，湍动床再生器稀相段内径K为3400～22800mm。

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，折流管式再生器由上行管、水平管和下行管串连组成，上行管与下行管均竖直设置，下行管与湍动床再生器同轴设置，且穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，其底端出口为折流管式再生器出口，公用沉降器与湍动床再生器并列设置，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折流管式再生器底部的混合待生斜管，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，折流管式再生器的总长度为45～80m，其中，上行管长度u为30～45m，水平管长度v为5～10m，下行管长度w为10～25m，上行管内径为1200～8000mm，水平管内径为900～6000mm，下行管内径为1200～8000mm，湍动床再生器密相段内径n为1000～7000mm，湍动床再生器稀相段内径k为3300～21600mm。

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，折流管式再生器由内管和外管套置组成，且内管和外管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再生器，外管穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，内管与外管之间形成环形通道，环形通道底端出口为折流管式再生器出口，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与湍动床再生器并列设置，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折流管式再生器底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折流管式再生器底部的轻烃待生斜管，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，折流管式再生器的总长度为40～70m，其中，内管长度p为30～45m，外管长度q为10～25m，内管内径为1200～8000mm，外管内径为1700～11300mm，湍动床再生器密相段内径N为1600～10800mm，湍动床再生器稀相段内径K为3400～22800mm。

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，折流管式再生器由上行管、水平管和下行管串连组成，上行管与下行管均竖直设置，下行管与湍动床再生器同轴设置，且穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，其底端出口为折流管式再生器出口，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器分别与湍动床再生器并列设置，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折流管式再生器底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折流管式再生器底部的轻烃待生斜管，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，折流管式再生器的总长度为45～80m，其中，上行管长度u为30～45m，水平管长度v为5～10m，下行管长度w为10～25m，上行管内径为1200～8000mm，水平管内径为900～6000mm，下行管内径为1200～8000mm，湍动床再生器密相段内径n为1000～7000mm，湍动床再生器稀相段内径k为3300～21600mm。

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)由于采用折流管式再生器和湍动床再生器串连结合进行烧焦并且待生催化剂(包括重油待生催化剂和轻烃待生催化剂)与未经冷却的循环再生催化剂混合后在折流管式再生器内烧去90％以上生成焦炭的再生方式，确保了折流管式再生器具有较高的入口温度，使折流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两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折流管式再生器出口温度和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产率；同时在大多数情况下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.折流管式再生器，4a.由内管和外管套置组成的折流管式再生器4的内管，4b.由内管和外管套置组成的折流管式再生器4的外管，4c.由内管和外管套置组成的折流管式再生器4中内管与外管之间形成的环形通道，4d.折流管式再生器4的出口，4e.由上行管、水平管和下行管串连组成的折流管式再生器4的上行管，4f.由上行管、水平管和下行管串连组成的折流管式再生器4的水平管，4g.由上行管、水平管和下行管串连组成的折流管式再生器4的下行管，5.湍动床再生器，6.外取热器，7.重油提升管，8.轻烃提升管，9.混合待生催化剂汽提段，10.重油待生催化剂汽提段，11.轻烃待生催化剂汽提段，12a、12b、12c.重油进料喷嘴，13a、13b、13c.轻烃进料喷嘴，14.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.重油反应集气室，19.轻烃反应集气室，20.再生器一级旋风分离器，21.再生器二级旋风分离器，22.烟气集气室，23a、23b、23c、23d、23e.蒸汽分布管，24a、24b.主风分布管，25a、25b.预提升介质喷头，26.混合待生斜管，27.重油待生斜管，28.轻烃待生斜管，29.重油再生斜管，30.轻烃再生斜管，31.再生催化剂循环管，32.外取热器催化剂入口管，33.重油反应粗旋风分离器14的出口管道与重油反应一级旋风分离器16的入口管道之间形成的环隙，34.低温催化剂输送管，35.混合待生滑阀，36.重油待生滑阀，37.轻烃待生滑阀，38.重油再生滑阀，39.轻烃再生滑阀，40.再生循环滑阀，41.外取热器入口滑阀，42.轻烃反应粗旋风分离器15的出口管道与轻烃反应一级旋风分离器17的入口管道之间形成的环隙，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24a进入折流管式再生器4的折流管式再生器主风，46b.由主风分布管24b进入湍动床再生器5的湍动床再生器主风，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.湍动床再生器排出烟气(由经再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21分离出催化剂颗粒的湍动床再生器生成烟气和折流管式再生器生成烟气组成)。

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7、轻烃提升管8、公用沉降器1、折流管式再生器4和湍动床再生器5。折流管式再生器4由内管4a和外管4b套置(即内管4a上部同轴穿过外管4b内部)组成，且内管4a和外管4b均与湍动床再生器5同轴设置。公用沉降器1与湍动床再生器5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9，混合待生催化剂汽提段9底部通过混合待生斜管26与折流管式再生器4底部(即内管4a底部)相连通。折流管式再生器4的出口4d位于湍动床再生器5稀相段下部。湍动床再生器5密相段分别通过再生催化剂循环管31、重油再生斜管29和轻烃再生斜管30与折流管式再生器4底部(即内管4a底部)、重油提升管7底部和轻烃提升管8底部相连通。重油提升管7出口和轻烃提升管8出口均位于公用沉降器1稀相段上部。

湍动床再生器5为现有结构的湍动床再生器。湍动床再生器5还设有外取热器6，外取热器6为上进下出式。湍动床再生器5密相段通过外取热器催化剂入口管32与外取热器6入口相连通，外取热器6出口通过低温催化剂输送管34与重油提升管7底部相连通。

重油提升管7顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管23d，底部器壁上设有预提升介质喷头25a。重油提升管7沿其轴向间隔设置三层重油进料喷嘴12a、12b、12c。重油提升管7与公用沉降器1同轴设置，且穿过混合待生催化剂汽提段9进入公用沉降器1稀相段上部。轻烃提升管8自下而上由竖直段和水平段串联组成。轻烃提升管8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23e，底部器壁上设有预提升介质喷头25b。轻烃提升管8竖直段沿其轴向间隔设置两层轻烃进料喷嘴13a、13b，水平段设置一层轻烃进料喷嘴13c。轻烃提升管8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7可以沿其轴向间隔设置2～5层重油进料喷嘴，轻烃提升管8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14和一个轻烃反应粗旋风分离器15，还设有一个重油反应一级旋风分离器16和一个轻烃反应一级旋风分离器17。重油提升管7出口和轻烃提升管8出口分别通过封闭管道与重油反应粗旋风分离器14入口和轻烃反应粗旋风分离器15入口相连接。重油反应粗旋风分离器14出口管道外径比重油反应一级旋风分离器16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33作为汽提物流进入重油反应一级旋风分离器16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14底部和重油反应一级旋风分离器16底部通过料腿与混合待生催化剂汽提段9相连通。重油反应一级旋风分离器16出口通过封闭管道与重油反应集气室18相连通。轻烃反应粗旋风分离器15出口管道外径比轻烃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42作为汽提物流进入轻烃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。轻烃反应粗旋风分离器15底部和轻烃反应一级旋风分离器17底部分别通过料腿与混合待生催化剂汽提段9相连通。轻烃反应一级旋风分离器17出口通过封闭管道与轻烃反应集气室19相连通。重油反应集气室18和轻烃反应集气室19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9底部设有蒸汽分布管23a，混合待生斜管26出口和再生催化剂循环管31出口均与折流管式再生器4内管4a的底部器壁相连接。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14和一个轻烃反应粗旋风分离器15，同时还可以设置1～4个重油反应一级旋风分离器16和1～4个轻烃反应一级旋风分离器17。

折流管式再生器4的内管4a贯穿整个湍动床再生器5；内管4a顶端敞口，底部设有主风分布管24a，底端设有封头。折流管式再生器4的外管4b穿过湍动床再生器5顶部封头进入湍动床再生器5稀相段下部；外管4b顶端设有封头且该封头位于内管4a顶端上方，底端敞口。内管4a与外管4b之间形成环形通道4c，环形通道4c的底端出口为折流管式再生器4的出口4d。环形通道4c的横截面积与内管4a的横截面积(按内管4a的内径计算)相等。

湍动床再生器5稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器20和两个再生器二级旋风分离器21。其中，再生器一级旋风分离器20入口与湍动床再生器5稀相段相连通，再生器一级旋风分离器20出口与再生器二级旋风分离器21入口通过封闭管道相连接，再生器二级旋风分离器21出口通过封闭管道与烟气集气室22入口相连接，烟气集气室22出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。湍动床再生器5密相段底部设有主风分布管24b，底端设有封头。通常，湍动床再生器5稀相段上部可以设置1～6个再生器一级旋风分离器20和1～6个再生器二级旋风分离器21。

重油再生斜管29、轻烃再生斜管30、再生催化剂循环管31和外取热器催化剂入口管32入口均采用淹流口形式，且设置淹流斗。混合待生斜管26、重油再生斜管29、轻烃再生斜管30、再生催化剂循环管31、外取热器催化剂入口管32和低温催化剂输送管34上分别设有混合待生滑阀35、重油再生滑阀38、轻烃再生滑阀39、再生循环滑阀40、外取热器入口滑阀41和低温催化剂输送滑阀43。

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，折流管式再生器4由上行管4e、水平管4f和下行管4g串连组成；上行管4e与下行管4g均竖直设置。下行管4g与湍动床再生器5同轴设置，且穿过湍动床再生器5顶部封头进入湍动床再生器5稀相段下部。上行管4e的底部为折流管式再生器4的底部。混合待生斜管26和再生催化剂循环管31与上行管4e底部相连通(混合待生斜管26出口和再生催化剂循环管31出口均与上行管4e底部器壁相连接)。上行管4e顶端设有气垫弯头，底部设有主风分布管24a，底端设有封头；水平管4f出口端设有气垫弯头；下行管4g底端敞口，该出口为折流管式再生器4的出口4d。上行管4e与下行管4g内径相同，且大于水平管4f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10，轻烃反应沉降器3密相段为轻烃待生催化剂汽提段11。重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3分别与湍动床再生器5并列设置。重油提升管7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10进入重油反应沉降器2稀相段上部。轻烃提升管8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11进入轻烃反应沉降器3稀相段上部；三层轻烃进料喷嘴13a、13b、13c全部设置于轻烃提升管8竖直段上。重油反应集气室18和轻烃反应集气室19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14和一个重油反应一级旋风分离器16，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15和一个轻烃反应一级旋风分离器17。重油待生催化剂汽提段10底部设有蒸汽分布管23b，且通过重油待生斜管27与折流管式再生器4底部相连通；轻烃待生催化剂汽提段11底部设有蒸汽分布管23c，且通过轻烃待生斜管28与折流管式再生器4底部相连通。重油待生斜管27出口和轻烃待生斜管28出口均与折流管式再生器4内管4a的底部器壁相连接，重油待生斜管27和轻烃待生斜管28上分别设有重油待生滑阀36和轻烃待生滑阀37。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14和1～4个重油反应一级旋风分离器16，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15和1～4个轻烃反应一级旋风分离器17。

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，折流管式再生器4由上行管4e、水平管4f和下行管4g串连组成；上行管4e与下行管4g均竖直设置。下行管4g与湍动床再生器5同轴设置，且穿过湍动床再生器5顶部封头进入湍动床再生器5稀相段下部。上行管4e的底部为折流管式再生器4的底部。重油待生斜管27、轻烃待生斜管28和再生催化剂循环管31与上行管4e底部相连通(重油待生斜管27出口、轻烃待生斜管28出口和再生催化剂循环管31出口均与上行管4e底部器壁相连接)。上行管4e顶端设有气垫弯头，底部设有主风分布管24a，底端设有封头；水平管4f出口端设有气垫弯头；下行管4g底端敞口，该出口为折流管式再生器4的出口4d。上行管4e与下行管4g内径相同，且大于水平管4f内径。

本发明中，各设备主体和管道均为金属材质(通常为碳钢或不锈钢)。其中，混合待生斜管26、重油待生斜管27、轻烃待生斜管28、重油再生斜管29、轻烃再生斜管30、再生催化剂循环管31、外取热器催化剂入口管32、低温催化剂输送管34、重油提升管7、轻烃提升管8、公用沉降器1、重油反应沉降器2、轻烃反应沉降器3、折流管式再生器4(包括图1、图3所示折流管式再生器4的内管4a和外管4b，图2、图4所示折流管式再生器4的上行管4e、水平管4f和下行管4g)、湍动床再生器5、外取热器6、重油反应粗旋风分离器14、轻烃反应粗旋风分离器15、重油反应一级旋风分离器16、轻烃反应一级旋风分离器17、再生器一级旋风分离器20、再生器二级旋风分离器21等设备和管道，与催化剂接触的表面均设有隔热耐磨衬里。隔热耐磨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和管道的结构特点来确定。本发明所述设备或管道的内径，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7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8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8，水平段长度一般为5～8m。

本发明中，重油提升管7和轻烃提升管8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26内径一般为350～2200mm，重油待生斜管27内径一般为300～1800mm，轻烃待生斜管28内径一般为200～1200mm，重油再生斜管29内径一般为300～1800mm，轻烃再生斜管30内径一般为200～1200mm，再生催化剂循环管31内径一般为250～3100mm，外取热器催化剂入口管32内径一般为150～900mm，低温催化剂输送管34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，对于图1和图3所示采用由内管4a和外管4b套置组成的折流管式再生器4的催化裂化装置，折流管式再生器4的总长度(内管4a和外管4b的长度之和)一般为40～70m，其中，内管4a长度p一般为30～45m，外管4b长度q一般为10～25m(该长度为外管4b顶端封头内隔热耐磨衬里下表面的顶端至外管4b底端出口之间的距离)；内管4a内径一般为1200～8000mm，外管4b内径一般为1700～11300mm。湍动床再生器5密相段内径N一般为1600～10800mm，稀相段内径K一般为3400～22800mm。

本发明中，对于图2和图4所示采用由上行管4e、水平管4f和下行管4g串联组成的折流管式再生器4的催化裂化装置，折流管式再生器4的总长度(上行管4e、水平管4f和下行管4g的长度之和)一般为45～80m，其中，上行管4e长度u一般为30～45m，水平管4f长度v一般为5～10m，下行管4g长度w一般为10～25m；上行管4e内径一般为1200～8000mm，水平管4f内径一般为900～6000mm，下行管4g内径一般为1200～8000mm。湍动床再生器5密相段内径n一般为1000～7000mm，稀相段内径k一般为3300～21600mm。

本发明中，折流管式再生器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、折流管式再生器4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，湍动床再生器5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，可以根据湍动床再生器5的设计烧焦能力和烧焦强度、其各部位的设计线速以及再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21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6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14、轻烃反应粗旋风分离器15、重油反应一级旋风分离器16、轻烃反应一级旋风分离器17以及再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21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，蒸汽分布管23a、23b、23c、23d、23e和主风分布管24a、24b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25a、25b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29、轻烃再生斜管30、再生催化剂循环管31和外取热器催化剂入口管32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。

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7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8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9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)进入折流管式再生器4，与来自湍动床再生器5密相段的未经冷却的循环再生催化剂混合后一并与由主风分布管24a进入折流管式再生器4的折流管式再生器主风46a顺流接触(混合待生催化剂和循环再生催化剂混合后与折流管式再生器主风46a首先在折流管式再生器4的内管4a内一并向上流动，再经内管4a顶端进入折流管式再生器4内管4a与外管4b之间形成的环形通道4c内一并向下流动)烧去90％以上的生成焦炭，生成半再生催化剂。半再生催化剂进入湍动床再生器5，与由主风分布管24b进入湍动床再生器5的湍动床再生器主风46b逆流接触(湍动床再生器主风46b向上流动、半再生催化剂向下流动)烧去剩余的生成焦炭。再生催化剂返回重油提升管7和轻烃提升管8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总焦炭重量为基准而言。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7同时处理三种重油进料44a、44b、44c，轻烃提升管8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12a、12b、12c进入重油提升管7，三种轻烃进料45a、45b、45c分别从三层轻烃进料喷嘴13a、13b、13c进入轻烃提升管8。

在以上操作过程中，湍动床再生器5内的一部分再生催化剂从湍动床再生器5密相段向下经重油再生斜管29进入重油提升管7底部，先由经蒸汽分布管23d通入的水蒸汽47进行松动和流化，再由经预提升介质喷头25a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。湍动床再生器5内的另一部分再生催化剂从湍动床再生器5密相段向下经轻烃再生斜管30进入轻烃提升管8底部，先由经蒸汽分布管23e通入的水蒸汽47进行松动和流化，再由经预提升介质喷头25b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7出口经封闭管道进入重油反应粗旋风分离器14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16进行进一步的气固分离；轻烃反应物流从轻烃提升管8水平段出口经封闭管道进入轻烃反应粗旋风分离器15进行气固分离，分离出的气相物流进入轻烃反应一级旋风分离器17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33进入重油反应一级旋风分离器16进行气固分离，另一部分经环隙42进入轻烃反应一级旋风分离器17进行气固分离。重油反应粗旋风分离器14分离出的重油待生催化剂、轻烃反应粗旋风分离器15分离出的轻烃待生催化剂以及重油反应一级旋风分离器16和轻烃反应一级旋风分离器17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9，由经蒸汽分布管23a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18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19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26进入折流管式再生器4的内管4a底部，湍动床再生器5密相段内的一部分再生催化剂作为循环再生催化剂向下经再生催化剂循环管31进入内管4a底部。上述两股催化剂混合后与折流管式再生器主风46a接触。

在以上操作过程中，半再生催化剂和折流管式再生器生成烟气由折流管式再生器4的环形通道4c底端出口(作为折流管式再生器4的出口4d)向下进入湍动床再生器5稀相段。半再生催化剂在重力作用下继续下行直至进入湍动床再生器5密相段与湍动床再生器主风46b接触；折流管式再生器生成烟气则由于流通截面积的迅速扩大而使线速大幅降低，并与湍动床再生器生成烟气一起夹带着少量的催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21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湍动床再生器5密相段，分离出的烟气51经烟气集气室22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6进行辅助调节，即根据需要将一部分再生催化剂从湍动床再生器5密相段经外取热器催化剂入口管32引入外取热器6进行冷却，经过外取热器6冷却后的低温再生催化剂经低温催化剂输送管34全部进入重油提升管7底部。外取热器6的操作条件，可以根据取热负荷的变化灵活调整。

在以上操作过程中，从湍动床再生器5进入重油提升管7、轻烃提升管8、折流管式再生器4和外取热器6的再生催化剂的流量分别由重油再生滑阀38、轻烃再生滑阀39、再生循环滑阀40和外取热器入口滑阀41进行调节。从外取热器6进入重油提升管7的再生催化剂的流量由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9进入折流管式再生器4的混合待生催化剂的流量由混合待生滑阀35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：在由上行管4e、水平管4f和下行管4g串连组成的折流管式再生器4中进行催化剂的烧焦再生。经过汽提的混合待生催化剂和未经冷却的循环再生催化剂进入上行管4e底部。上述两股催化剂混合后一并与折流管式再生器主风46a顺流接触(混合待生催化剂和循环再生催化剂混合后与折流管式再生器主风46a首先在上行管4e内一并向上流动，再进入水平管4f内一并水平流动，最后进入下行管4g内一并向下流动)。生成的半再生催化剂从下行管4g底端出口(作为折流管式再生器4的出口4d)向下进入湍动床再生器5。

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8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10进行汽提，轻烃待生催化剂在轻烃待生催化剂汽提段11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33进入重油反应一级旋风分离器16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42进入轻烃反应一级旋风分离器17进行气固分离。经过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别向下经重油待生斜管27和轻烃待生斜管28进入折流管式再生器4的内管4a底部，与循环再生催化剂混合。从重油待生催化剂汽提段10进入折流管式再生器4的重油待生催化剂的流量由重油待生滑阀36进行调节，从轻烃待生催化剂汽提段11进入折流管式再生器4的轻烃待生催化剂的流量由轻烃待生滑阀37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：在由上行管4e、水平管4f和下行管4g串连组成的折流管式再生器4中进行催化剂的烧焦再生。经过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂以及未经冷却的循环再生催化剂进入上行管4e底部。上述三股催化剂混合后一并与折流管式再生器主风46a顺流接触(重油待生催化剂、轻烃待生催化剂和循环再生催化剂混合后与折流管式再生器主风46a首先在上行管4e内一并向上流动，再进入水平管4f内一并水平流动，最后进入下行管4g内一并向下流动)。生成的半再生催化剂从下行管4g底端出口(作为折流管式再生器4的出口4d)向下进入湍动床再生器5。

本发明中，重油提升管7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7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7，与催化剂接触并进行反应。轻烃提升管8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8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8，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7的主要操作条件是：参与反应的再生催化剂的温度一般为580～700℃[对于不开外取热器6的情况，该温度指经重油再生催化剂输送管(具体来说是重油再生斜管29)进入重油提升管7底部的再生催化剂的温度，一般为620～700℃；对于开外取热器6的情况，该温度指经重油再生催化剂输送管(具体来说是重油再生斜管29)进入重油提升管7底部的再生催化剂与从低温催化剂输送管34进入重油提升管7底部的再生催化剂的混合温度，一般为580～650℃]，反应温度(重油提升管7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8的主要操作条件是：参与反应的再生催化剂的温度一般为590～720(略低于或等于湍动床再生器5的密相温度)，反应温度(轻烃提升管8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9的主要操作条件是：汽提温度一般为480～570℃，汽提时间一般为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10的主要操作条件是：汽提温度一般为480～560℃，汽提时间一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg/t_cato

本发明中，轻烃待生催化剂汽提段11的主要操作条件是：汽提温度一般为450～600℃，汽提时间一般为1.0～3.0min，汽提蒸汽用量一般为2～5kg/t_cato

本发明中，折流管式再生器4的主要操作条件是：进入折流管式再生器4的循环再生催化剂的重量流量与两根提升管的待生催化剂(即重油待生催化剂和轻烃待生催化剂)的重量流量总和之比一般为0.5∶1～2：1，折流管式再生器4的入口温度一般为550～620℃(折流管式再生器4的入口温度为进入折流管式再生器4的循环再生催化剂与两根提升管的待生催化剂和折流管式再生器主风46a四者的混合温度)，出口温度一般为610～730℃，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40～70s。折流管式再生器主风46a的量根据折流管式再生器4的烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去90％以上生成焦炭的需求。

本发明中，湍动床再生器5的主要操作条件是：密相温度一般为600～720℃(对于不开外取热器6的情况，该密相温度一般为600～690℃；对于开外取热器6的情况，该密相温度一般为630～720℃)，较好为650～690℃(对于开或不开外取热器6的情况该密相温度均较好为650～690℃)；密相气体线速一般为0.7～1.0m/s，密相高度一般为5～8m(湍动床再生器5密相高度指湍动床再生器5密相床层料面与主风分布管24b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(湍动床再生器5稀相沉降高度指再生器一级旋风分离器20入口与湍动床再生器5密相床层料面的距离)，烧焦强度一般为40～160kg/(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。湍动床再生器主风46b的量根据湍动床再生器5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湍动床再生器5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。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、折流管式再生器内管与外管的长度和内径均可以根据试验需要进行更改。试验过程中开外取热器。

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540℃。

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 (8)

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在汽提段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折流管式再生器，与未经冷却的循环再生催化剂混合后一并与折流管式再生器主风顺流接触烧去90％以上的生成焦炭，半再生催化剂进入湍动床再生器与湍动床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭；

汽提段底部通过待生催化剂输送管与折流管式再生器底部相连通，折流管式再生器出口位于湍动床再生器稀相段下部，湍动床再生器密相段分别通过再生催化剂循环管、重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与折流管式再生器底部、重油提升管底部和轻烃提升管底部相连通；

折流管式再生器有两种，第一种折流管式再生器由内管和外管套置组成，且内管和外管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再生器，外管穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，内管与外管之间形成环形通道，环形通道底端出口为折流管式再生器出口，内管底部为折流管式再生器底部，折流管式再生器的总长度为40～70m，其中，内管长度p为30～45m，外管长度q为10～25m，内管内径为1200～8000mm，外管内径为1700～11300mm；

第二种折流管式再生器由上行管、水平管和下行管串连组成，上行管与下行管均竖直设置，下行管与湍动床再生器同轴设置，且穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，下行管底端出口为折流管式再生器出口，上行管底部为折流管式再生器底部，折流管式再生器的总长度为45～80m，其中，上行管长度u为30～45m，水平管长度v为5～10m，下行管长度w为10～25m，上行管内径为1200～8000mm，水平管内径为900～6000mm，下行管内径为1200～8000mm。

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，参与反应的再生催化剂的温度为580～700℃，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，参与反应的再生催化剂的温度为590～720℃，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，折流管式再生器的操作条件是，进入折流管式再生器的循环再生催化剂的重量流量与两根提升管的待生催化剂的重量流量总和之比为0.5∶1～2∶1，折流管式再生器的入口温度为550～620℃，出口温度为610～730℃，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40～70s，湍动床再生器的操作条件是，密相温度为600～720℃，密相气体线速为0.7～1.0m/s，密相高度为5～8m，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40～160kg/(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，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，汽提段底部通过待生催化剂输送管与折流管式再生器底部相连通，折流管式再生器出口位于湍动床再生器稀相段下部，湍动床再生器密相段分别通过再生催化剂循环管、重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与折流管式再生器底部、重油提升管底部和轻烃提升管底部相连通；

折流管式再生器有两种，第一种折流管式再生器由内管和外管套置组成，且内管和外管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再生器，外管穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，内管与外管之间形成环形通道，环形通道底端出口为折流管式再生器出口，内管底部为折流管式再生器底部，折流管式再生器的总长度为40～70m，其中，内管长度p为30～45m，外管长度q为10～25m，内管内径为1200～8000mm，外管内径为1700～11300mm；

第二种折流管式再生器由上行管、水平管和下行管串连组成，上行管与下行管均竖直设置，下行管与湍动床再生器同轴设置，且穿过湍动床再生器顶部封头进入湍动床再生器稀相段下部，下行管底端出口为折流管式再生器出口，上行管底部为折流管式再生器底部，折流管式再生器的总长度为45～80m，其中，上行管长度u为30～45m，水平管长度v为5～10m，下行管长度w为10～25m，上行管内径为1200～8000mm，水平管内径为900～6000mm，下行管内径为1200～8000mm。

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：所述的湍动床再生器设有外取热器，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，外取热器出口通过低温催化剂输送管与重油提升管底部相连通。

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：所述的重油提升管的总长度为25～30m，其中，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。