CN105441115B - 一种催化裂化装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种催化裂化装置，主要包括提升管、沉降器、再生器和催化剂冷却器，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式再生器由外管和内管组成，外管与内管之间形成环形通道，外管和内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的顶部进入湍动床再生器的稀相段下部；湍动床再生器与催化剂冷却器同轴设置并位于催化剂冷却器的上方，湍动床再生器分别通过管道与催化剂冷却器和折流管式再生器的再生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道与提升管的底部相连通。采用本发明可以在加工多种重油进料，可以实现较短的油剂接触时间，从而使催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到显著改善。

Description

一种催化裂化装置及方法

技术领域

本发明涉及石油化工行业的一种催化裂化装置及方法。

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。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，采用轻烃提升管待生催化剂与再生催化剂混合降温的措施，导致该技术降低重油提升管油剂接触温度和提高剂油比的方案仅适用于具有两根以上提升管的催化裂化装置，而不适用于单提升管催化裂化装置。第二，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。第三，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主风换热式催化剂冷却器，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主风换热式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，再生主风换热式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，大量再生主风换热式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。

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，使重油提升管剂油比的提高幅度受到限制。

发明内容

为解决现有的催化裂化装置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、调节不够灵活、参与重油催化裂化反应的催化剂活性较低以及难以实现较短的油剂接触时间等问题，本发明提供了一种催化裂化装置及方法。

本发明提供的催化裂化装置主要包括提升管、沉降器、再生器和催化剂冷却器，其特征在于：再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式再生器由外管和内管套置组成，内管自下而上由预流化段、过渡段和稳流段串连组成，内管预流化段的底端为折流管式再生器的主风入口，预流化段中部的器壁上设有待生催化剂入口和再生催化剂入口，外管与内管的稳流段之间形成环形通道，环形通道的底端敞口作为折流管式再生器的出口，外管和内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的顶部进入湍动床再生器的稀相段下部；催化剂冷却器的主体自下而上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器的主风出口与折流管式再生器内管预流化段的底端相连接；湍动床再生器与催化剂冷却器同轴设置并位于催化剂冷却器的上方，其底端通过催化剂冷却器的圆台形筒体与催化剂冷却器隔开；沉降器底部通过管道与折流管式再生器的待生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的主风出口与折流管式再生器的主风入口相连接，折流管式再生器的出口位于湍动床再生器的稀相段下部，湍动床再生器的密相段分别通过管道与催化剂冷却器和折流管式再生器的再生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道与提升管的底部相连通。

所述的提升管可以沿其轴向间隔设置2～5层进料喷嘴，提升管反应段的长度为5～15m。

所述的提升管仅有竖直段且与沉降器同轴设置，并穿过沉降器汽提段进入沉降器的稀相段上部，沉降器与湍动床反应器并列设置。

本发明还提供了由上述装置实现的催化裂方法：重油进料在提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化裂化反应，反应物流经气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，再生催化剂返回提升管循环使用，其特征在于：提升管内的油剂接触时间为0.3～1.2s，经过汽提的待生催化剂进入折流管式再生器与来自湍动床再生器的循环再生催化剂混合，之后一并与来自催化剂冷却器的经过与再生催化剂换热后的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，再生催化剂向下进入催化剂冷却器与折流管式再生器主风逆流接触换热进行冷却。

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，并且待生催化剂在折流管式再生器内与来自湍动床再生器的循环再生催化剂混合后一并与来自催化剂冷却器经过与再生催化剂换热温度较高的折流管式再生器主风接触烧去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和出口温度，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的提高(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单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参与催化裂化反应的再生催化剂温度，从而实现在保持参与反应的催化剂(全部为再生催化剂)活性的前提下，进行提升管“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，降低干气和焦炭产率；同时使对催化裂化反应条件的控制更加灵活。

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

附图说明

图1是本发明的一种催化裂化装置的结构示意图；

图2是本发明折流管式再生器的结构示意图。

图中：1-提升管，2-沉降器，3-折流管式再生器，3a-外管，3b-内管，3c-环形通道，3d-折流管式再生器的出口，4-湍动床再生器，5-催化剂冷却器，6-外取热器，7-汽提段，8a、8b、8c-进料喷嘴，9-粗旋风分离器，10-一级旋风分离器，11-反应集气室，12-再生器一级旋风分离器，13-再生器二级旋风分离器，14-烟气集气室，15a、15b-蒸汽分布管，16a、16b-主风分布管，17-再生催化剂分配器，18-待生催化剂输送管，19、20、21、22、23、24-再生催化剂输送管，25a、25b、25c-重油进料，26a-折流管式再生器主风，26b-湍动床再生器主风，27-水蒸汽，28-分馏塔进料，29-排出烟气。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明作进一步说明。

图1所示本发明的一种催化裂化装置，主要包括提升管1、沉降器2、折流管式再生器3、湍动床再生器4和催化剂冷却器5。提升管1仅有竖直段。沉降器2的密相段为汽提段7。折流管式再生器3由外管3a和内管3b套置(即内管3b沿轴向穿过外管3a内部)组成，内管3b自下而上由预流化段(内径较小的圆管)、过渡段(圆台型筒体)和稳流段(内径较大的圆管)串连组成。内管3b预流化段的底端为折流管式再生器3的主风入口，其中部的器壁上设有待生催化剂入口和再生催化剂的入口。外管3a与内管3b的稳流段之间形成环形通道3c，环形通道3c的底端敞口作为折流管式再生器的出口3d。外管3a和内管3b均与湍动床再生器4同轴设置，外管3a穿过湍动床再生器4的顶部封头进入湍动床再生器4的稀相段下部，内管3b贯穿整个湍动床再生器4。催化剂冷却器5的主体自下而上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器5的主风出口与折流管式再生器内管3b预流化段的底端相连接。湍动床再生器4与催化剂冷却器5同轴设置并位于催化剂冷却器5的上方，其底端不设封头，通过催化剂冷却器5的圆台型筒体与催化剂冷却器5隔开。提升管1与沉降器2同轴设置。沉降器2与湍动床再生器4并列设置(并列设置包括高低并列设置或等高并列设置)。提升管1的出口位于沉降器2的稀相段上部。沉降器汽提段7的底部通过待生催化剂输送管18与折流管式再生器3的待生催化剂入口相连通。催化剂冷却器5的主风出口与折流管式再生器3的主风入口相连接。折流管式再生器的出口3d位于湍动床再生器4的稀相段下部。湍动床再生器4的密相段分别通过再生催化剂输送管19和再生催化剂输送管21与催化剂冷却器5以及折流管式再生器3的再生催化剂入口相连通。催化剂冷却器5的底部通过再生催化剂输送管20与提升管1的底部相连通。

湍动床再生器4设有外取热器6，外取热器6为催化剂上进下出式。湍动床再生器4的密相段通过再生催化剂输送管22与外取热器6的入口相连通，外取热器6的出口端分别通过再生催化剂输送管23和再生催化剂输送管24与湍动床再生器4的密相段和提升管1的底部相连通。

提升管1的顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管15b，底部器壁上设有两个再生催化剂入口。提升管1沿其轴向间隔设置三层进料喷嘴8a、8b、8c。提升管1穿过汽提段7进入沉降器2的稀相段上部。通常，提升管1可以沿其轴向间隔设置2～5层进料喷嘴。

沉降器2的稀相段上部，设有1个粗旋风分离器9和1个一级旋风分离器10。提升管1的出口通过封闭管道与粗旋风分离器9的入口相连接。粗旋风分离器9出口管道的外径比一级旋风分离器10入口管道的内径小，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作为汽提物流进入一级旋风分离器10的通道与沉降器2的稀相段相连通。粗旋风分离器9的底部和一级旋风分离器10的底部分别通过料腿与汽提段7相连通。一级旋风分离器10的出口通过封闭管道与的反应集气室11相连通。反应集气室11位于沉降器2的顶部，且通过反应油气管线与分馏塔相连通。汽提段7的底部设有蒸汽分布管15a。通常，沉降器2的稀相段上部可以设置1个粗旋风分离器9和1～4个一级旋风分离器10。

外管3a顶端设有封头且该封头位于内管3b稳流段的顶端上方，外管3a的底端敞口；内管3b稳流段的顶端敞口，外管3a的顶端(不含封头)与内管3b稳流段的顶端位于同一水平面内。内管3b预流化段的管壁上设有一个待生催化剂入口和一个再生催化剂入口，两个催化剂入口均位于内管3b预流化段的中部；外管3a与内管3b的稳流段之间形成环形通道3c，环形通道3c的底端敞口作为折流管式再生器的出口3d。内管3b预流化段的横截面积(按其内径计算)与内管3b稳流段的横截面积(按其内径计算)之比为1∶3～1∶5，环形通道3c的横截面积与内管3b稳流段的横截面积(按其内径计算)相等。

湍动床再生器4的稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器12和两个再生器二级旋风分离器13。其中，再生器一级旋风分离器12的入口与湍动床再生器4的稀相段相连通，再生器一级旋风分离器12的出口与再生器二级旋风分离器13的入口通过封闭管道相连接，再生器二级旋风分离器13的出口通过封闭管道与烟气集气室14的入口相连接，烟气集气室14的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4的密相段底部设有主风分布管16b，底端不设封头，通过催化剂冷却器5的圆台型筒体与催化剂冷却器5隔开。通常，湍动床再生器4的稀相段上部可以设置1～6个再生器一级旋风分离器12和1～6个再生器二级旋风分离器13。

催化剂冷却器5圆柱形筒体的底部设有主风分布管16a，底端设有封头。再生催化剂输送管19的出口位于催化剂冷却器5圆柱形筒体的底部，且通过一根与其竖直段同轴设置的外套管与设置于催化剂冷却器5圆柱形筒体中部或下部的再生催化剂分配器17相连通，再生催化剂输送管19与所述的外套管之间形成环隙。

再生催化剂输送管19、20、21和22的入口均采用淹流口形式，且设置淹流斗。待生催化剂输送管18，再生催化剂输送管19、20、22、23和24上均设有催化剂循环量控制阀。为避免催化剂走短路，再生催化剂输送管22的入口与再生催化剂输送管23的出口之间的距离不小于3米。

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，与催化剂接触的设备和管道的表面均设有耐磨材料。耐磨材料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，对于设有耐磨材料的设备或管道，均是指相应耐磨材料的内径。

本发明中，提升管1的总长度一般为30～40m，其中，反应段的长度一般为5～15m，预提升段的长度一般为15～35m；反应段的内径一般为400～2500mm，预提升段的内径一般为200～1300mm。

本发明中，提升管1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根据提升管1的设计油剂接触时间、各部分的设计线速、沉降器2与折流管式再生器3和湍动床再生器4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。提升管1各部分的具体内径可根据装置的设计处理量、经蒸汽分布管15b通入提升管1的水蒸汽27的用量以及提升管1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，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根据提升管1的结构尺寸和装置的设计处理量及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。各层进料喷嘴的具体设置位置可根据各股重油进料所需要的油剂接触时间和提升管1反应段的设计线速等参数进行计算确定。进料喷嘴的具体材质可根据重油进料的性质和操作条件进行确定。

本发明中，待生催化剂输送管18、再生催化剂输送管19、20、21、22、23、和24符合催化剂输送管道的一般特征。其具体尺寸和空间布局可以根据装置各催化剂循环线路的催化剂循环量、输送方式以及装置的空间布局，采用催化剂输送管道的设计计算方法加以确定。

参见图2，本发明中，折流管式再生器3的总长度(外管3a和内管3b的长度之和)一般为40～65m，其中，外管3a的长度p一般为15～25m，内管3b稳流段的长度q1一般为18～28m，内管3b预流化段的长度q2一般为6～10m；折流管式再生器外管3a的内径一般为1900～11500mm，内管3b预流化段的内径一般为500～4500mm，内管3b稳流段的内径一般为1200～8000mm；折流管式再生器内管3b的过渡段圆台形筒体的母线与水平面的夹角一般为45～60度。

本发明中，湍动床再生器4密相段的内径一般为1600～8000mm，稀相段的内径一般为3400～22000mm。

本发明中，折流管式再生器3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3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4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4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12和再生器二级旋风分离器13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，催化剂冷却器5的圆柱形筒体的高度一般为6～10m，其内径一般为2400～16000mm，催化剂冷却器5的圆台形筒体的母线与水平面的夹角一般为45～60度。

本发明中，沉降器2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，粗旋风分离器9、一级旋风分离器10以及再生器一级旋风分离器12和再生器二级旋风分离器13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15a、15b和主风分布管16a、16b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，再生催化剂输送管19、20、21和22，其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所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法如下：重油进料在提升管1内与再生催化剂接触混合并进行油剂接触时间为0.3～1.2s的催化裂化反应。反应物流进入沉降器2进行气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂进入汽提段7进行汽提。经过汽提的待生催化剂进入折流管式再生器3，与来自湍动床再生器4密相段的循环再生催化剂混合后一并与在催化剂冷却器5内与再生催化剂换热后的主风26a顺流接触(待生催化剂和循环再生催化剂混合后与主风26a首先在折流管式再生器3的内管3b内一并向上流动，再经内管3b顶端进入外管与内管之间形成的环形通道3c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4，与主风26b逆流接触(主风26b向上流动、半再生催化剂向下流动)烧去剩余的生成焦炭。再生催化剂进入催化剂冷却器5与主风26a换热冷却后返回提升管1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生成的焦炭重量为基准而言。

在以上操作过程中，提升管1同时处理三种重油进料25a、25b、25c。根据反应需要，三种重油进料25a、25b、25c分别从三层进料喷嘴8a、8b、8c进入提升管1。催化剂冷却器5内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管20进入提升管1的底部，由经蒸汽分布管15b通入的水蒸汽27进行松动和流化，并沿提升管1上行一段距离后与重油进料25a、25b、25c接触。

在以上操作过程中，反应物流从提升管1的出口经封闭管道进入粗旋风分离器9进行气固分离，分离出的气相物流进入一级旋风分离器10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)经环隙进入一级旋风分离器9进行气固分离。粗旋风分离器9和一级旋风分离器10分离出的待生催化剂经各旋风分离器料腿进入汽提段7，由经蒸汽分布管15a通入的水蒸汽27进行汽提。反应油气和被汽提出的烃类油气作为分馏塔进料28经反应集气室11和油气管线进入分馏塔进行分馏。

在以上操作过程中，经过汽提的待生催化剂经待生催化剂输送管18进入折流管式再生器内管3b的底部，湍动床再生器4密相段内的一部分再生催化剂作为循环再生催化剂经再生催化剂输送管21进入内管3b的底部。上述两股催化剂混合后与从内管3b底端进入的主风26a(主风26a夹带少量的再生催化剂颗粒)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的出口3d向下进入湍动床再生器4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4密相段与主风26b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12和再生器二级旋风分离器13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4密相段，分离出的烟气29经烟气集气室14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4的密相段经再生催化剂输送管22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可以经再生催化剂输送管23全部返回湍动床再生器4的密相段，或是经再生催化剂输送管24全部进入提升管1的底部。该冷却后的低温再生催化剂或者分为两部分，一部分经再生催化剂输送管23返回湍动床再生器4的密相段，另一部分经再生催化剂输送管24进入提升管1的底部。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，从汽提段7进入折流管式再生器3的待生催化剂的循环量，从催化剂冷却器5进入提升管1，从湍动床再生器4进入催化剂冷却器5和外取热器6，从外取热器6分别返回和进入湍动床再生器4和提升管1的再生催化剂的循环量，均由各自的催化剂流量控制阀进行调节。

在以上操作过程中，待生催化剂输送管18、再生催化剂输送管19、20、21、22和24以催化剂颗粒的重力作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂；再生催化剂输送管23包括催化剂下行段和上行段，其中，在催化剂下行段，以催化剂颗粒的重力作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂，在催化剂上行段，以气流携带作为输送的推动力，采用稀相输送的方式输送催化剂。

本发明中，提升管1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，从沿提升管1的轴向设置在不同位置的各层进料喷嘴进入提升管1，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，提升管1的主要操作条件是：反应温度(提升管出口温度)一般为460～560℃，较好为470～540℃，最好为480～520℃；油剂接触时间一般为0.3～1.2s，较好为0.4～1.1s，最好为0.5～1.0s；总剂油比一般为5～15，较好为6～12，最好为7～10；油气平均线速一般为8.0～15.0m/s；再生催化剂的活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。

本发明中，沉降器2的主要操作条件是：稀相温度一般为450～550℃，顶部绝对压力一般为0.22～0.40MPa。

本发明中，汽提段7的主要操作条件是：汽提温度一般为460～560℃，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(千克水蒸汽/吨催化剂)。

本发明中，折流管式再生器3的主要操作条件是：进入折流管式再生器3的循环再生催化剂与经过汽提的待生催化剂的重量流量之比为一般为0.5∶1～1.5∶1，折流管式再生器3的入口温度一般为600～640℃(折流管式再生器3入口温度为进入折流管式再生器3的循环再生催化剂与待生催化剂和主风26a三者的混合温度)，出口温度一般为680～750℃，平均气体线速一般为3.0～5.0m/s，烧焦强度一般为600～1200kg/(t·h)，烧焦时间一般为20～60s。主风26a的量根据折流管式再生器3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4的主要操作条件是：密相温度一般为670～740℃，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4密相高度指湍动床再生器4密相床层料面与主风分布管16b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4稀相沉降高度指再生器一级旋风分离器12的入口与湍动床再生器4密相床层料面的距离)，烧焦强度一般为50～200kg/(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。主风26b的量根据湍动床再生器4密相段的内径和设计线速来确定，满足维持湍动床再生器4内催化剂正常流化并以完全再生方式烧去剩余生成焦炭的需求。

本发明中，催化剂冷却器5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1～5m(催化剂冷却器5的密相高度指催化剂冷却器5的密相床层料面与主风分布管16a下端面的距离)，稀相气体线速(指圆柱型筒体内的气体线速)一般为0.7～1.0m/s，稀相高度一般为5～8m(催化剂冷却器5的稀相高度指催化剂冷却器5的密相床层料面与催化剂冷却器5的圆台型筒体的顶端的距离)，催化剂的停留时间一般为1.0～3.0min。

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。提升管的设计处理量为60kg/d(千克/天)，设置一层进料喷嘴。

对比例加工的重油原料为大庆常压渣油，催化剂采用CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。对比例中，重油进料是指大庆常压渣油和回炼油。对比例中，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进料喷嘴进入提升管。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。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，该中试装置的提升管设置两层进料喷嘴。提升管的设计处理量为60kg/d，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。

实施例1～5加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油，催化剂采用与对比例相同的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。实施例中，重油进料是指大庆常压渣油和回炼油。实施例中，提升管模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层进料喷嘴进入提升管。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽。

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

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	重油原料	大庆常压渣油
				密度(20℃)，kg·m-3	900.2	胶质+沥青质	15.1
残炭，％	4.2	硫含量，μg·g-1	1450
				族组成，％		氮含量，μg·g-1	2120
饱和烃	62.3	Ni，μg·g-1	4.3
				芳烃	22.6	V，μg·g-1	0.2

表2对比例的主要操作条件及产品分布

主要操作条件
		反应温度，℃	510
重油进料预热温度，℃	230
		重油进料油剂接触时间，s	3.25
沉降器顶部压力(绝对压力)，MPa	0.21
		总剂油比	6.5
回炼比	0.20
		再生器密相温度，℃	690
再生器烧焦强度，kg/(t·h)	124
		产品分布，％
干气	4.21
		液化气	16.56
汽油(IBP～180℃)	44.60
		柴油(180～360℃)	26.35
焦炭	7.90
		损失	0.38
合计	100
		轻油收率	70.95

表3对比例的液体产品主要性质

表4实施例1～5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的液体产品主要性质

表7实施例3的液体产品主要性质

表8实施例4的液体产品主要性质

表9实施例5的液体产品主要性质

Claims (8)

1.一种催化裂化装置，主要包括提升管、沉降器、再生器和催化剂冷却器，其特征在于：再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式再生器由外管和内管套置组成，内管自下而上由预流化段、过渡段和稳流段串连组成，内管预流化段的底端为折流管式再生器的主风入口，预流化段中部的器壁上设有待生催化剂入口和再生催化剂入口，外管与内管的稳流段之间形成环形通道，环形通道的底端敞口作为折流管式再生器的出口，外管和内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的顶部进入湍动床再生器的稀相段下部；催化剂冷却器的主体自下而上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器的主风出口与折流管式再生器内管预流化段的底端相连接；湍动床再生器与催化剂冷却器同轴设置并位于催化剂冷却器的上方，其底端通过催化剂冷却器的圆台形筒体与催化剂冷却器隔开；沉降器底部通过管道与折流管式再生器的待生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的主风出口与折流管式再生器的主风入口相连接，折流管式再生器的出口位于湍动床再生器的稀相段下部，湍动床再生器的密相段分别通过管道与催化剂冷却器和折流管式再生器的再生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道与提升管的底部相连通；所述的提升管沿其轴向间隔设置2～5层进料喷嘴，提升管反应段的长度为5～15m。

2.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管仅有竖直段且与沉降器同轴设置，并穿过沉降器汽提段进入沉降器的稀相段上部，沉降器与湍动床再生器并列设置。

3.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器设有外取热器，湍动床再生器的密相段与外取热器的入口相连通，外取热器的出口端分别与湍动床再生器的密相段和提升管的底部相连通。

4.根据权利要求1所述的催化裂化装置，其特征在于：所述的折流管式再生器的总长度为40～65m，其中，外管的长度为15～25m，内管稳流段的长度为18～28m，内管预流化段的长度为6～10m；折流管式再生器外管的内径为1900～11500mm，内管预流化段的内径为500～4500mm，内管稳流段的内径为1200～8000mm。

5.一种由权利要求1所述催化裂化装置实现的催化裂化方法：重油进料在提升管内与再生催化剂接触混合并进行催化裂化反应，反应物流经气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，再生催化剂返回提升管循环使用，其特征在于：提升管内的油剂接触时间为0.3～1.2s，经过汽提的待生催化剂进入折流管式再生器与来自湍动床再生器的循环再生催化剂混合，之后一并与来自催化剂冷却器的经过与再生催化剂换热后的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，再生催化剂向下进入催化剂冷却器与折流管式再生器主风逆流接触换热进行冷却。

6.根据权利要求5所述的催化裂化方法，其特征在于：所述提升管可同时加工1～5种重油进料。

7.根据权利要求5所述的催化裂化方法，其特征在于：将一部分再生催化剂从湍动床再生器的密相段引入外取热器进行冷却，冷却后的低温再生催化剂全部返回湍动床再生器的密相段或全部进入提升管底部；或者将冷却后的低温再生催化剂分为两部分，一部分返回湍动床再生器的密相段，另一部分进入提升管底部。

8.根据权利要求5所述的催化裂化方法，其特征在于：所述的折流管式再生器的操作条件为：进入折流管式再生器的循环再生催化剂与经过汽提的待生催化剂的重量流量之比为0.5∶1～1.5∶1，折流管式再生器的入口温度为600～640℃，出口温度为680～750℃，平均气体线速为3.0～5.0m/s，烧焦强度为600～1200kg/(t·h)，烧焦时间为20～60s。