CN109722289B - 降低干气和焦炭产率的催化裂化方法 - Google Patents

Abstract

本公开涉及一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法，该方法包括：使重质烃油原料在第一反应器中进行第一催化反应，得到第一积炭催化剂和第一产物；使轻质烃类在第二反应器中进行第二催化反应，得到第二积炭催化剂和第二产物；将经汽提后的第二积炭催化剂和第一部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的含氧流化区进行有氧再生；将第二部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的无氧流化区在600～800℃下进行无氧再生。本公开克服了现有技术积炭催化剂直接与轻质烃油反应时，积炭中的多环芳烃参与氢转移反应、阻碍轻质烃类裂化反应的关键问题，能够在重质烃油催化转化中多产低碳烯烃，同时干气和焦炭产率更低。

Description

降低干气和焦炭产率的催化裂化方法

技术领域

本公开涉及一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法。

背景技术

现代石油加工技术在追求多产高价值产物(如乙烯、丙烯、C8芳烃)产率的同时，更加注重降低单位原料加工能耗和降低碳排放。现代化炼厂中由石油烃加工副产的氢气、甲烷、焦炭，往往通过燃烧处理掉，是炼厂碳排放的主要来源，这极大降低了原子加工的经济性。

专利CN102071054A公开了一种催化裂化方法，包括将重质原料在第一提升管反应器与含平均孔径小于0.7nm择型沸石的催化剂接触进行裂化反应，将轻质原料和裂解重油在第二提升管反应器和流化床反应器中与含平均孔径小于0.7nm择型沸石的催化剂接触进行裂化反应的步骤。该方法用于重油催化裂化，重油转化率和丙烯产率较高，干气和焦炭产率低。

专利CN102690681A公开了一种生产丙烯的催化裂化方法，包括将重质原料在第一提升管反应器与含平均孔径小于0.7nm择形沸石的催化剂接触进行裂化反应，将轻质烃在第二提升管反应器和流化床反应器中与温度为550～690℃的含平均孔径小于0.7nm择形沸石的催化剂接触进行裂化反应的步骤。该方法用于重油催化裂化，重油转化率和丙烯产率高，干气和焦炭产率低。

专利US6106697公开了一种以蜡油或渣油为原料、采用两级反应器进行催化裂化反应选择性生产C2～C4烯烃的方法。蜡油或渣油原料在第一级反应器中，在常规催化裂化条件下与大孔沸石催化剂接触进行催化裂化反应生成包括汽油馏分在内的不同沸程产物；第一级反应器生成的汽油馏分进入第二级反应器中，在反应温度500～650℃、剂油比为4～10：1、烃分压为70～280千帕条件下与中孔沸石催化剂接触进行进一步反应生成C2～C4烯烃。

从己公开的催化裂化增产低碳烯烃技术来看，催化剂在催化裂化反应过程中主要有两个作用，一个是催化剂在再生器中烧去焦炭后温度升高，高温的催化剂携带的能量为烃油原料反应提供反应热，二是催化剂中的择形沸石或中孔沸石为轻质原料反应提供合适的催化环境。但催化剂除了含有择形沸石或中孔沸石外，还含有其他易于生焦的活性组分，在与轻质原料接触时，会使其生成一部分焦炭和干气。

现有技术将积炭催化剂全部引入再生器中烧干净焦炭后，高温的再生催化剂返回反应器循环使用，但是烧干净焦炭的催化剂与轻质烃类原料接触反应时，又会在催化剂上生成焦炭，并产生干气。因此现有技术存在催化剂在再生器与反应器之间循环使用过程中，轻质烃类在与催化剂接触反应时反复产生大量焦炭和干气的问题。

发明内容

本公开的目的是提供一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法。

为了实现上述目的，本公开提供一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法，该方法包括：

使重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化反应，将反应所得混合物在沉降器中进行气剂分离，得到第一积炭催化剂和第一产物，使所述第一积炭催化剂进入所述沉降器的第一汽提区中进行汽提；

使轻质烃类在第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二催化反应，将所述第二反应器得到的包含催化剂的反应混合物引入第三反应器继续进行第三催化反应，将第三反应器所得反应混合物在所述沉降器中进行气剂分离得到第二积炭催化剂和第二产物，使第二积炭催化剂进入所述沉降器的第二汽提区中进行汽提，所述轻质烃类的馏程为8～253℃；

将经汽提后的第二积炭催化剂和第一部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的含氧流化区进行有氧再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化裂化催化剂送入第一反应器中；

将第二部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的无氧流化区在600～800℃下进行无氧再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化裂化催化剂送入第二反应器中；

将所述第一产物和第二产物引入产品分离系统进行产品分离，得到包括低碳烯烃产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物。

可选地，该方法还包括：将氧气含量小于3体积％的流化气引入无氧流化区中，所述流化气含有不低于97体积％的惰性气体，所述惰性气体为选自氮气、氦、氖、氩、氪和氙中的至少一种。

可选地，所述再生器的无氧流化区包括：低温催化剂输送管、气固分离器、催化剂分布器、取热排管、脱气管和高温催化剂输送管；

所述低温催化剂输送管的一端与所述第一汽提区连通，另一端连接有气固分离器，所述气固分离器的下方具有催化剂分布器和与所述催化剂分布器连通的取热排管，所述取热排管为多组沿垂直方向设置且底端连通的管线，所述脱气管连接于所述取热排管的下端并在连接处开设有流化气入口，所述脱气管为下端与所述高温催化剂输送管相连的立管，所述高温催化剂输送管与所述第二反应器连通。

可选地，所述第一再生催化剂的温度为560～800℃例如为600～750℃或650～720℃或660～700℃，以第一再生催化剂的干基重量为基准，所述第一再生催化剂的积炭含量为0.01～0.1重量％。

可选地，所述第二再生催化剂的温度为560～800℃例如为600～750℃或620～720℃或630～700℃，以第二再生催化剂的干基重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭含量为0.5～1.9重量％，优选为0.9～1.3重量％例如为0.91～1.11重量％，进一步优选为0.91～0.99重量％。

可选地，以第二再生催化剂中的积炭的重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭中的氢含量为0.1～0.65重量％，优选为0.1～0.5重量％。

可选地，所述重质烃油原料为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种，优选为石油烃油，所述石油烃油为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

可选地，所述重质烃油原料的平均相对分子质量不低于200。

可选地，所述轻质烃类的馏程为9～160℃，进一步优选为9～60℃；

以所述轻质烃类的总重量为基准，所述轻质烃类的烯烃含量为30～90重量％，优选为45～90重量％例如为45～80重量％或45～65重量％或55～75重量％。

可选地，所述轻质烃类至少部分地来自所述产品分离系统的所述分离产物中。此种情况下，所述的分离系统还分离出轻质烃类分离产物，且所述轻质烃类与所述重质烃油原料的重量比为(0.01～0.6)：1，优选为(0.05～0.3)：1。

可选地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。

可选地，所述第一催化反应的操作条件包括：反应温度为480～600℃例如为500～560℃或510～550℃或510～530℃；反应时间为0.5～10秒例如1～5s或2～3秒或1.5～4秒；剂油重量比为(5～15)：1或(6～12)：1或(8～10)：1；水油重量比为(0.05～1)：1例如为(0.08～0.5)：1或(0.1～0.3)：1。

可选地，所述第二催化反应的操作条件包括：反应温度为520～750℃例如为520～600℃或520～560℃；反应时间为0.1～3秒例如为0.5～3秒或1～3秒或1.3～3秒；剂油重量比为(6～40)：1例如为(7～30)：1或(8～25)：1或(10～20)：1；水油重量比为(0.1～1)：1例如为(0.08～0.5)：1或(0.1～0.3)：1。

可选地，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。

可选地，所述第三反应器为流化床反应器，所述第三反应器的操作条件为：反应温度为450～750℃例如为480～600℃或500～580℃或510～560℃或520～550℃，优选为510～560℃；重时空速为1～30h^-1例如3～28h^-1或5～25h^-1或6～20h^-1；沉降器的绝对压力为0.15～0.40MPa。

本公开提供的催化裂化方法克服了现有工艺路线和再生器结构设计中催化剂升温和催化剂烧焦两个过程严格绑定、无法分离的难题，分别配置高温再生催化剂循环-重质烃油反应线路、高温积炭催化剂循环-轻质烃类反应线路，可以降低干气和焦炭产率。通过建立对所述积炭催化剂的特殊再生反应过程，克服了现有技术积炭催化剂直接与轻质烃油反应时使烯烃生成焦炭，导致焦炭产率高，轻质烃类转化率低的关键问题。与现有技术相比，本公开能够在重质烃油催化转化中多产低碳烯烃，同时干气和焦炭产率更低。

具体地，本公开与传统的重质烃油催化转化多产低碳烯烃的方法相比，具有以下任意一项或多项有益效果，优选情况下具有以下所有效果：

1.现有技术中的再生器具备两个功能：一是在含氧环境下烧去催化剂上的积炭，二是使催化剂的温度升高以携带反应所需的热量，两个功能绑定，因此再生过程只能提供烧干净积炭的高温催化剂。本公开在再生器中设置含氧流化区和无氧流化区，含氧流化区仍具备烧去催化剂上的积碳和使催化剂升温两个功能，提供高温且烧干净积炭的催化剂，无氧流化区在保留使催化剂升温的功能的同时，建立新的无氧再生反应过程，不烧掉积炭中的碳，而只使积炭中的氢质量分数大幅降低，改变了催化剂上积炭的性质，从而提供高温的特定反应性能的积炭催化剂。本公开中的再生器实现了催化剂升温和催化剂烧去积炭两个功能的相对独立，因此能够灵活为反应过程提供多样的催化剂。

2.现有公开专利中，通过引入待生的积炭催化剂参与石油烃反应，具有一些降低干气和焦炭产率的效果，但降低干气和焦炭产率的效果一般，还会导致丙烯等高附加值产品产率下降，未经处理的积炭催化剂上积炭的氢质量分数较高，在0.55～0.85％之间，这些积炭具有化学反应活性，易与烯烃等轻质烃类发生氢转移活性，阻碍烯烃裂化反应，甚至使烯烃生成焦炭，起负面作用，导致焦炭产率高。本公开通过无氧流化区反应再生过程，彻底改变催化剂上积炭的性质，积炭的氢质量分数显著降低，经过处理的积炭催化剂以第二催化裂化催化剂返回反应器，再与包括烯烃的轻质烃类反应时，对烯烃裂化的阻碍作用也大幅降低，可以提高烯烃转化为低碳烯烃的选择性。包括烯烃的轻质烃类将发生更多裂化反应，生成丙烯等低碳烯烃，减少生成焦炭和干气。

3.本公开提供的方法以高温的特定反应性能的积炭催化剂与轻质烃类反应，既保证了轻质烃类反应所需的热量，又使得轻质烃类反应时干气和焦炭产率大幅降低。

4.本公开中的再生器和催化剂循环线路的设计可灵活调节进入轻质烃类反应区中积炭催化剂的初始温度，从而使反应器中剂油比的调节不必受到反应器出口反应温度要求的限制，同样也可减少轻质烃类与高温再生催化剂直接接触引发的热裂化反应。

5.再生器中无氧流化区通过对积炭催化剂升温，取走了再生器内的部分热量，降低了再生器的温度，减少了再生器稀相空间中二次燃烧(也称尾燃)的发生，具备再生器取热设备的部分功能，甚至可以取消再生器取热设备，节省投资。

6.本公开提供的方法，与现有方法相比，焦炭选择性低，干气选择性低，丙烯产率更高。

本公开的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。在附图中：

图1是本公开提供的降低干气和焦炭产率的催化裂化方法的流程示意图。

图2是再生器中的无氧流化区的结构示意图。

附图标记说明

1 第一反应器

2 第二反应器

3 第三反应器

7-1 第一汽提区

7-2 第二汽提区

7-3 汽提器隔板

8 沉降器

9 再生器

11 第一催化裂化催化剂输送管线

12 第二催化裂化催化剂输送管线

17-1 待生催化剂输送管线

17-2 待生催化剂输送管线

18 待生催化剂输送管线

19 待生催化剂输送管线

21 管线(注入重质烃油原料)

22 管线(注入轻质烃类)

28 管线(输送反应油气)

30 管线(输送干气)

31 管线(输送液化气)

32 管线(输送汽油)

33 管线(输送柴油)

34 管线(输送重油)

41 管线(注入雾化蒸汽)

42 管线(注入雾化蒸汽)

47 管线(注入汽提蒸汽)

51 管线(注入预提升介质)

52 管线(注入预提升介质)

53 管线(注入提升介质)

58 管线(注入空气)

59 管线(输送再生烟气)

70 产品分离系统

91 再生器含氧流化区

92 再生器无氧流化区

921 低温催化剂输送管

922 气固分离器

923 催化剂分布器

924 取热排管

925 脱气管

926 高温催化剂输送管

927 流化气入口

具体实施方式

以下结合附图对本公开的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本公开，并不用于限制本公开。

本公开提供一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法，该方法包括：

使重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化反应，将反应所得混合物在沉降器中进行气剂分离，得到第一积炭催化剂和第一产物，使所述第一积炭催化剂进入所述沉降器的第一汽提区中进行汽提；

使轻质烃类在第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二催化反应，将所述第二反应器得到的包含催化剂的反应混合物引入第三反应器继续进行第三催化反应，将第三反应器所得反应混合物在所述沉降器中进行气剂分离得到第二积炭催化剂和第二产物，使第二积炭催化剂进入所述沉降器的第二汽提区中进行汽提，所述轻质烃类的馏程为8～253℃；

将经汽提后的第二积炭催化剂和第一部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的含氧流化区进行有氧再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化裂化催化剂送入第一反应器中；

将第二部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的无氧流化区在600～800℃下进行无氧再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化裂化催化剂送入第二反应器中；

将所述第一产物和第二产物引入产品分离系统进行产品分离，得到包括低碳烯烃产物、汽油产物、柴油产物、重油产物和任选的轻质烃类产物的分离产物。

现有的催化裂化装置中，催化裂化催化剂经再生器再生后，催化剂的温度升高至600～700℃，再与重质烃油反应后，积炭催化剂的温度降低至480～600℃，此时积炭催化剂所携带的热量不足以为轻质烃类反应裂解多产低碳烯烃提供充足反应热，因此积炭催化剂必须返回再生器中再生以提高温度，再生器中含氧的环境内烧去催化剂上表面积碳；再生后烧干净焦炭的催化剂再与轻质烃类反应，又会在催化剂上形成较多的积炭和产生更多干气，所以产品选择性下降。现有技术和装置的设计由于过程反应热量的要求，将具备活性的积炭催化剂进行不必要的烧焦，不得不选用再生催化剂与轻质烃类直接反应，导致最终的产物中焦炭和干气产率偏高。

另一方面，本公开的发明人研究发现，如果将与重质烃油反应后的积炭催化剂直接再与轻质烃类反应，即使这些积炭催化剂经过汽提，积炭催化剂与轻质烃类的反应过程中，轻质烃类的裂化反应易于受到氢转移反应的阻碍，并易于形成新的焦炭。

本公开的发明人通过实验室研究发现，含有择形分子筛的催化裂化催化剂与重质烃油在适当的条件下反应、汽提后，形成积炭催化剂，经检测该积炭的氢质量分数较高，积炭上含有大量带侧链的多环芳烃。实验室将该积炭催化剂处理，升温至600℃以上，在极低氧气含量的流化气中使积炭发生反应，能够使积炭催化剂上的积炭加速发生焦炭石墨化过程，经检测催化剂上积炭中的氢质量分数降低，积炭中多环芳烃的比例显著降低，积炭的性质发生了改变。经如此处理后的高温积炭催化剂再与轻质烃类进行接触反应，结果显示：相比与轻质烃类在烧干净焦炭的再生催化剂上进行反应，将轻质烃类连续多次进油在经上述处理后的积炭催化剂上反应，所得产物中低碳烯烃的产率不降低，而干气和焦炭产率却大幅度的降低。

根据本公开，所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂可以为本领域进行催化裂化反应常规使用的，可以为相同的催化裂化催化剂，也可以为不同的催化裂化催化剂，优选为相同的催化裂化催化剂。

本公开对所述第一催化裂化催化剂和所述第二催化裂化催化剂的具体种类没有特殊的限制。优选地，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石可以为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。其中，所述MFI结构的沸石可以为ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种，还可为经RE、P、Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo、Mn、Ga和Sn中的至少一种元素改性的ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或多种。在本公开一种可选地实施方式中，以催化裂化催化剂的干基重量(800℃焙烧1小时的重量)为基准，所述的催化裂化催化剂包括以干基计15～50重量％的粘土，以干基计15～50重量％的分子筛和以干基计10～35重量％的粘结剂，所述的分子筛为MFI结构的沸石或由25～100重量％MFI结构沸石和0～75重量％MFI结构沸石以外的其它沸石组成；所述MFI结构沸石优选为磷和选自RE、P、Fe、Co、Ni、Cu、Zn、Mo、Mn、Ga和Sn中的至少一种元素改性的ZSM-5分子筛和/或HZSM-5分子筛。所述的粘土例如优选为选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、准埃洛石、皂石、累托土、海泡石、凹凸棒石、水滑石和膨润土中的一种或多种。所述粘结剂例如酸化拟薄水铝石、铝溶胶、硅溶胶、镁铝溶胶、锆溶胶、钛溶胶中的一种或多种，优选酸化拟薄水铝石和铝溶胶等。

根据本公开，所述第一反应器和第二反应器可以是本领域技术人员所熟知的催化转化反应器，例如，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。所述流化床反应器可以为选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床中的一种。其中提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器可以是等直径的提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器，也可以是各种变直径的提升管反应器、下行管反应器和流化床反应器。

根据本公开，重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂在流化状态下接触进行第一催化反应。所述第一催化反应的操作条件可以包括：反应温度为480～600℃例如为500～560℃或510～550℃或510～530℃；反应时间为0.5～10秒；剂油重量比为(5～15)：1或(6～12)：1或(8～10)：1；水油重量比为(0.05～1)：1例如为(0.08～0.5)：1或(0.1～0.3)：1。

根据本公开，所述重质烃油原料可以为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。所述合成油可以为煤、天然气经过费托(F-T)合成得到的馏分油。优选地，所述重质烃油原料为石油烃油，例如为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

根据本公开，为了达到催化剂表面最佳的积炭效果，所述重质烃油原料的平均相对分子质量优选为不低于200。具有上述相对分子质量的重质烃油原料既可保证足够的积炭含量，同时，大分子的重质烃油原料不会进入催化剂的微孔，积炭沉积在催化剂表面和大中孔，不影响积炭催化剂的二次反应效果。所述平均相对分子质量是指烃类的平均相对分子量，即石油烃化学式中各个原子的相对原子质量的总和，是石油烃的一个基本的物理参数，其行业测定方法为：烃类相对分子量测定法SH/T 0583。

根据本公开，轻质烃类在第二反应器中与第二催化裂化催化剂在流化状态下接触进行第二催化反应。所述第二催化反应的操作条件可以包括：反应温度为520～750℃例如为520～600℃或520～560℃；反应时间为0.1～3秒例如为0.5～3秒或1～3秒或1.3～3秒；剂油重量比为(6～40)：1例如为(7～30)：1或(8～25)：1或(10～20)；水油重量比为(0.1～1)：1例如为(0.08～0.5)：1或(0.1～0.3)：1。

根据本公开，所述轻质烃类的具体种类没有特殊的限制，只要满足其馏程在8～253℃即可，例如可以包括C4烃馏分、直馏汽油、催化裂化粗汽油、催化裂化稳定汽油、焦化汽油、费托(F-T)合成汽油、各类柴油轻馏分等，上述馏分可以来自本公开所述的装置自产，也可以来自其它装置。为了进一步提高优质汽油的产率，所述轻质烃类的馏程优选为9～160℃，进一步优选为9～60℃。以所述轻质烃类的总重量为基准，所述轻质烃类的烯烃含量可以为30～90重量％，优选为45～90重量％例如为45～80重量％或45～65重量％或55～75重量％。

根据本公开，所述轻质烃类可以至少部分地来自所述产品分离系统的所述分离产物中，此种情况下，所述的分离系统还分离出轻质烃类分离产物，且所述轻质烃类与所述重质烃油原料的重量比可以为(0.01～0.6)：1，优选为(0.05～0.3)：1。

根据本公开，所述第三反应器优选为流化床反应器，所述流化床反应器可以为选自固定流化床反应器、散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床中的一种。所述流化床反应器可以是等直径的流化床结构，也可以是变直径流化床结构。所述第三反应器的操作条件可以为：反应温度为450～750℃例如为480～600℃或500～580℃或510～560℃或520～550℃，优选为510～560℃；重时空速为1～30h^-1例如3～28h^-1或5～25h^-1或6～20h^-1。

根据本公开，将沉降器中的汽提区分为第一汽提区和第二汽提区，第一汽提区对第一积炭催化剂进行汽提，第二汽提区对第二积炭催化剂进行汽提，能够防止两种积炭催化剂在气提区混合。所述第一汽提区和第二汽提区的分隔方式没有特殊的限制，只要可以满足上述目的即可，例如可通过挡板隔开。沉降器内的绝对压力可以为0.1～0.40MPa。

根据本公开，将经汽提后的第二积炭催化剂和第一部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的含氧流化区进行有氧再生，得到第一再生催化剂。所述第一再生催化剂的温度可以为560～800℃例如为600～750℃或650～720℃或660～700℃，以第一再生催化剂的干基重量为基准，所述第一再生催化剂的积炭含量可以为0.01～0.1重量％。

根据本公开，第二部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的无氧流化区进行无氧再生，使该部分的第一积炭催化剂上的积炭发生无氧再生后，得到第二再生催化剂。所述第二再生催化剂的温度可以为560～800℃例如为600～750℃或620～720℃或650～710℃或630～700℃，以第二再生催化剂的干基重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭含量可以为0.5～1.9重量％，优选为0.9～1.3重量％例如为0.91～1.11重量％，进一步优选为0.91～0.99重量％。进一步地，以第二再生催化剂中的积炭的重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭中的氢含量可以为0.1～0.65重量％，优选为0.1～0.5重量％。

根据本公开，该方法还可以包括：将氧气含量小于3体积％(在标准状况下)的流化气引入无氧流化区中，所述流化气包括惰性气体，所述惰性气体例如可以为氮气，以及稀有气体氦、氖、氩、氪、氙等。例如在标准状况下的所述流化气中含有0-3体积％或0.5～2.5体积％的氧气、97～100体积％或97.5～99.5体积％的惰性气体。含有少量氧气的流化气的引入可以烧掉催化剂积炭中的氢，进一步降低积炭中的氢的质量分数，加速积炭中多环芳烃转化为石墨的焦炭石墨化过程，并快速提高催化剂的温度。

根据本公开，所述无氧流化区的结构可以为任意能够实现本公开的目的的形式。在本公开的一种可选的实施方式中，如图2所示，所述再生器的无氧流化区可以包括：低温催化剂输送管921、气固分离器922、催化剂分布器923、取热排管924、脱气管925和高温催化剂输送管926。所述低温催化剂输送管921的一端与所述第一汽提区7-1连通，另一端连接有气固分离器922。所述气固分离器922的下方具有催化剂分布器923和与所述催化剂分布器923连通的取热排管924。所述取热排管924为多组沿垂直方向设置且底端连通的管线，所述催化剂分布器923具有与所述取热排管924的多组管线相连通的多个分布口，催化剂进入所述催化剂分布器923后受重力作用由该多个分布口均匀分布到取热排管924的多组管线中。所述脱气管925连接于所述取热排管924的下端并在连接处开设有流化气入口927，所述脱气管925为下端与所述高温催化剂输送管926相连的立管，所述高温催化剂输送管926与所述第二反应器2连通。本公开中的所述无氧再生的温度(600～800℃)是指脱气管925中的温度。

根据本公开，将所述第一产物和第二产物引入产品分离系统进行产品分离，得到包括干气产物、液化气产物、汽油产物、柴油产物和重油产物等的分离产物，其中液化气经进一步分离得到乙烯、丙烯等目的产物。

下面结合附图1对本公开所提供的方法予以进一步的说明，但本公开并不因此受到任何限制。

图1中，第一反应器1为提升管反应器，第二反应器2为提升管反应器，第三反应器3为流化床反应器。沉降器8中的汽提区通过隔板7-3划分为第一汽提区7-1和第二汽提区7-2，流化床3位于第二汽提区7-2的上方。第一催化裂化催化剂(热的再生催化剂)由再生器含氧流化区91经第一催化裂化催化剂输送管线11进入第一反应器的提升管1底部，并在由管线51注入的预提升介质的作用下加速向上流动。预热后的重质烃油原料经管线21与来自管线41的雾化蒸汽混合后注入提升管1，水蒸汽与烃油原料的重量比为(0.05～1)：1，提升管反应器1的出口温度为480～600℃，在提升管反应器1中的反应时间为0.5～10秒，催化剂与烃油原料的重量比为5～15，沉降器8内的绝对压力为0.1～0.40MPa。提升管1中反应油气和催化剂的混合物经出口的快分装置气剂分离，第一积炭催化剂引入第一汽提区7-1，分离出的反应油气经沉降器8及其顶部的管线28送入后续产品分离系统70进行产品分离，分离后得到干气、液化气、汽油、柴油、重油等产物(分别经管线30、31、32、33、34引出)，其中液化气经进一步分离得到乙烯、丙烯等目的产物，同时可进一步分离得到用于回炼的轻质烃类(经管线22引出)。轻质烃类经管线22与来自管线42的雾化蒸汽混合后注入第二反应器2中，水蒸汽与烃油原料的重量比为(0.1～1)：1，提升管反应器2出口温度为520～750℃，在提升管2中的反应时间为0.1～3秒，催化剂与烃油原料的重量比为6～40。提升管反应器2的反应油气和催化剂的混合物经提升管出口进一步引入第三反应器3流化床中继续进行反应，流化床3的反应温度为450～750℃，重时空速为1～30h^-1，反应后油气与一部分积炭的待生催化剂经流化床反应器3进入沉降器8内分离，分离出第二积炭催化剂进入第二汽提区7-2。汽提蒸汽经管线47注入第一汽提区7-1和第二汽提区7-2中，与积炭的待生催化剂逆流接触，将待生催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提干净。再生器9包括了含氧流化区91和无氧流化区92。汽提后的第一积炭催化剂引入待生剂输送管线17-1，部分第一积炭催化剂在由管线53注入的提升介质作用下进一步经待生催化剂输送管线19输送至再生器9中的无氧流化区92中，先经过无氧流化区顶部气固分离器将夹带的少量气体从上部分离出去，经重力作用经催化剂分布器引入无氧流化区的多个取热排管中，并将一部分氧气含量小于3体积％的流化气引入无氧流化区中，在再生器内高温环境下反应、升温，使第一积炭催化剂上的积炭加速发生焦炭石墨化过程后，积炭的氢质量分数显著降低，来自取热排管中的第一积炭催化剂最后汇入脱气管，脱除少量夹带的气体，完成反应过程，得到第二再生催化剂，使其作为第二催化裂化催化剂经第二催化裂化催化剂输送管线12返回第二反应器2中循环使用。其余第一积炭催化剂经待生剂输送管线18送入再生器9的含氧流化区91，全部第二积炭催化剂经待生剂输送管线17-2送入再生器9中含氧流化区91；空气经管线58注入含氧流化区91，催化剂在再生器内与加热过的空气接触并在600℃～800℃(脱气管温度)下进行再生，得到第一再生催化剂，使其作为第一催化裂化催化剂经第一催化裂化催化剂输送管线11返回第一反应器中循环使用。再生烟气经管线59引出。

下面通过实施例进一步说明本公开提供的方法，但本公开并不因此受到任何限制。

实施例中所采用的催化剂为中国石化催化剂齐鲁分公司生产的商品牌号为MMC-2的裂化催化剂，其具体性质见表1，该催化剂含平均孔径小于0.7nm的择形沸石。

实施例1

实施例l说明本公开提供的方法在烃油催化裂化过程中降低干气和焦炭产率的效果。

采用具有三个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，提升管反应器的内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第二提升管反应器出口引入流化床反应器为第三反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为300毫米。

第一催化裂化催化剂为温度680℃的第一再生催化剂，经第一催化裂化催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的第一再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气(第一产物)和第一积炭催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，第一积炭催化剂进入到第一汽提区进行汽提。第二催化裂化催化剂为经过处理的石墨化的积炭催化剂(第二再生催化剂)，第二催化裂化催化剂的温度为680℃，经第二催化裂化催化剂斜管进入第二反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。轻质烃类原料(9～57℃)进入第二反应器中与热的第二再生催化剂接触进行催化反应。轻质烃类与重质烃油原料的重量比为0.2：1。来自第二反应器的反应油剂混合物在提升管出口引入第三反应器流化床进一步反应，反应后油气(第二产物)与第二积炭催化剂经流化床反应器进入沉降器内分离，分离出的第二积炭催化剂由重力作用进入到第二汽提区进行汽提。来自第一反应器和第三反应器的反应油气一同从沉降器中引出，引入产品分离系统进行产品分离，得到气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻质烃类。第一汽提区的第一积炭催化剂经汽提后，一部分经一路待生剂输送管进入到再生器的无氧流化区中，并在无氧流化区中引入一部分流化气(实验室选用高纯氮气，其在标准状况下的氮气含量≥99.99体积％，氧气含量≤0.01体积％)在695℃下无氧再生，积炭加速发生焦炭石墨化过程，同时积炭的氢质量分数显著降低，得到的第二再生催化剂返回到第二反应器中循环使用；其余部分经待生剂输送管进入到再生器的含氧流化区中。第二汽提区的第二积炭催化剂经汽提后全部经待生剂输送管进入到再生器的含氧流化区中。含氧流化区中的第二积炭催化剂和第一积炭催化剂与加热过的空气接触并在700℃下进行有氧再生，获得热的第一再生催化剂返回到第一反应器中循环使用。在连续运行过程中检测第一催化裂化催化剂(第一再生催化剂)的积炭含量、以及第二催化裂化催化剂(第二再生催化剂)的积炭含量及积炭的氢质量分数。主要操作条件和结果列于表3。

对比例l

对比例l说明再生器仅有含氧流化区，且第二催化裂化催化剂为680℃的再生催化剂时烃油催化裂化过程的效果。

采用具有三个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，提升管反应器的内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第二提升管反应器出口引入流化床反应器为第三反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为300毫米。

第一催化裂化催化剂为温度680℃的第一再生催化剂，经第一催化裂化催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的第一再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气(第一产物)和第一积炭催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，第一积炭催化剂进入到第一汽提区进行汽提。第二催化裂化催化剂为温度680℃的第二再生催化剂，经第二催化裂化催化剂斜管进入第二反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。轻质烃类原料(馏程9～57℃)进入第二反应器中与热的第二再生催化剂接触进行催化转化反应。轻质烃类与重质烃油原料的重量比为0.2：1。来自第二反应器的反应油剂混合物在提升管出口引入第三反应器流化床进一步反应，反应后油气(第二产物)与第二积炭催化剂经流化床反应器进入在沉降器内分离，分离出的第二积炭催化剂由重力作用进入到第二汽提区进行汽提。来自第一反应器和第三反应器的反应油气一同从沉降器中引出，引入产品分离系统进行产品分离，得到气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻质烃类。第一汽提区和第二汽提区的积炭催化剂经汽提后全部经待生剂输送管返回到再生器的含氧流化区中，与加热过的空气接触并在700℃下进行有氧再生，获得热的再生催化剂返回到第一反应器和第二反应器中循环使用。再生器增设外取热设备取走过剩的热量，控制反应热平衡和再生器再生温度。在连续运行过程中检测第一催化裂化催化剂(第一再生催化剂)的积炭含量、以及第二催化裂化催化剂(第二再生催化剂)的积炭含量及积炭的氢质量分数。主要操作条件和结果列于表3。主要操作条件和结果列于表3。

对比例2

对比例2说明再生器仅有含氧流化区的烃油催化裂化过程的效果，第二催化裂化催化剂为直接来自汽提区中的积炭催化剂，积炭催化剂通过电加热快速加热至680℃。

采用具有三个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，提升管反应器的内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第二提升管反应器出口引入流化床反应器为第三反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为300毫米。

第一催化裂化催化剂为温度680℃的再生催化剂，经第一催化裂化催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气(第一产物)和第一积炭催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，第一积炭催化剂进入到第一汽提区进行汽提。第二催化裂化催化剂为直接来自第一汽提区的积炭催化剂。第一汽提区底部经第二待生剂输送管与第二反应器的提升管反应器的底部相连接，并在第二待生剂输送管上设置电加热设施，将第一汽提区中500℃积炭催化剂快速加热至680℃并直接输送至第二反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。轻质烃类原料(9～57℃)进入第二反应器中与来自汽提器的积炭催化剂接触进行催化转化反应。轻质烃类与重质烃油原料的重量比为0.2：1。来自第二反应器的反应油剂混合物在提升管出口进一步引入第三反应器流化床进一步反应，反应后油气(第二产物)与第二积炭催化剂经流化床反应器进入在沉降器内分离，分离出的第二积炭催化剂由重力作用进入到第二汽提区进行汽提。来自第一反应器和第三反应器的反应油气一同从沉降器中引出，引入产品分离系统进行产品分离，得到气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻质烃类。来自第一反应器的第一积炭催化剂在第一汽提区中经汽提后，一部分直接返回第二反应器中循环使用，其余经第一待生剂输送管返回到再生器的含氧流化区中，第二汽提区的第二积炭催化剂经汽提后全部经第二待生剂输送管返回到再生器的含氧流化区中，再生器中全部积炭催化剂与加热过的空气接触并在700℃下进行有氧再生，获得热的再生催化剂返回到第一反应器中循环使用。再生器增设外取热设备取走过剩的热量，控制反应热平衡和再生器再生温度。在连续运行过程中检测第一催化裂化催化剂(第一再生催化剂)的积炭含量、以及第二催化裂化催化剂(第二再生催化剂)的积炭含量及积炭的氢质量分数。主要操作条件和结果列于表3。主要操作条件和结果列于表3。

实施例2

实施例2说明本公开提供的方法在烃油催化裂化过程中降低干气和焦炭产率的效果。

采用的反应装置同实施例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是选用的轻质烃类馏程为9～205℃。轻质烃类与重质烃油原料的重量比为0.25：1。主要操作条件和结果列于表3。再生器的无氧流化区中，引入一部分流化气(实验室选用普通氮气，其在标准状况下的氮气含量≥99.5体积％，氧气含量≤0.5体积％)。

对比例3

对比例3说明再生器仅有含氧流化区，且第二催化裂化催化剂为来自汽提器中的500℃积炭催化剂与来自再生器680℃的再生催化剂按1:1的重量比混合时烃油催化裂化过程的效果。

采用具有三个反应器的连续反应-再生操作的中型装置进行实验，其中第一反应器为提升管，提升管反应器的内径为16毫米，高度为3800毫米。第二反应器为提升管反应器，内径为16毫米，高度为3200毫米。第二提升管反应器出口引入流化床反应器，流化床反应器的内径为64毫米，高度为300毫米。

第一催化裂化催化剂为温度680℃的再生催化剂，经第一催化裂化催化剂斜管进入第一反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。重质烃油原料(主要性质见表2)经预热炉加热至350℃后与雾化水蒸汽混合后，通过进料喷嘴喷入第一反应器内，与热的再生催化剂接触进行催化转化反应。反应油气(第一产物)和第一积炭催化剂从第一反应器提升管出口进入沉降器内进行快速分离，第一积炭催化剂进入到第一汽提区。第二催化裂化催化剂为来自第一汽提区的第一积炭催化剂和来自再生器680℃的再生催化剂按1:1的重量比混合。第一汽提区底部经第二待生催化剂输送管与第二反应器的提升管反应器的底部相连接，并在第二待生剂输送管上设置电加热设施，将第一汽提区中500℃积炭催化剂快速加热至520℃并直接输送至第二反应器的提升管反应器的底部，同时将再生催化剂经第二催化裂化催化剂斜管也输送至第二反应器的提升管反应器的底部，并在预提升蒸汽的作用下向上流动。轻质烃类原料(9～57℃)进入第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行催化转化反应。轻质烃类与重质烃油原料的重量比为0.25：1。来自第二反应器的反应油剂混合物在提升管出口进一步引入第三反应器流化床进一步反应，反应后油气(第二产物)与第二积炭催化剂经流化床反应器进入在沉降器内分离，分离出的第二积炭催化剂由重力作用进入到第二汽提区。来自第一反应器和第三反应器的反应油气一同从沉降器中引出，引入产品分离系统进行产品分离，得到气体产物和各种液体产物，同时部分分离得到轻质烃类。来自第一反应器的第一积炭催化剂在第一汽提区中经汽提后，一部分直接返回第二反应器中循环使用，其余经第一待生剂输送管返回到再生器的含氧流化区中，第二汽提区的第二积炭催化剂经汽提后全部经第二待生剂输送管返回到再生器的含氧流化区中，再生器中全部积炭催化剂与加热过的空气接触并在700℃下进行再生，获得热的再生催化剂，再生催化剂一部分与来自第一汽提区的第一积炭催化剂混合送入第二反应器循环使用，其余返回到第一反应器中循环使用。再生器增设外取热设备取走过剩的热量，控制反应热平衡和再生器再生温度。在连续运行过程中检测第一催化裂化催化剂(第一再生催化剂)的积炭含量、以及第二催化裂化催化剂(第二再生催化剂)的积炭含量及积炭的氢质量分数。主要操作条件和结果列于表3。主要操作条件和结果列于表3。

实施例3

实施例说明本发明提供的方法在烃油催化裂化过程中降低干气和焦炭产率的效果。

采用的反应装置同实施例l。原料、主要实验步骤同实施例l，所不同的是选用的轻质烃类馏程为145～235℃。轻质烃类与重质烃油原料的重量比分别为0.2：1。主要操作条件和结果列于表3。再生器的无氧流化区中，引入一部分流化气(实验室选用普通氮气，其在标准状况下的氮气含量≥99.9体积％，氧气含量≤0.1体积％)。

表1

催化剂名称	MMC-2
		化学性质,重量％
Al<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	54.6
		P<sub>2</sub>O<sub>5</sub>	2.31
RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>	0.75
		物理性质
总孔体积,ml/g	0.19
		微孔体积,ml/g	0.018
比表面,m<sup>2</sup>/g	138
		微孔面积,m<sup>2</sup>/g	103
基质比表面,m<sup>2</sup>/g	37
		堆积密度,g/ml	0.72
粒度分布,重量％
		0～20μm	1.6
0～40μm	15.0
		0～80μm	58.1
0～110μm	76.6
		0～149μm	92.5
裂解活性，重量％	69

表2

原料油名称	常压渣油
		密度(20℃),kg/m<sup>3</sup>	891.6
元素组成,％
		C	86.20
H	13.06
		S	0.28
N	0.29
		碱性氮	922
族组成,％
		饱和烃	59.0
芳烃	22.3
		胶质	18.3
沥青质	0.4
		残炭值,％	5.44
运动粘度，mm<sup>2</sup>/s
		80℃	32.65
100℃	18.77
		凝固点,℃	>50
折射率,70℃	1.4848
		总酸值,mgKOH/g	0.44
平均相对分子质量	528
		金属含量,mg/kg
Fe	4.2
		Ni	17.9
Cu	<0.1
		V	0.2
Na	0.3
		Ca	0.7
Zn	0.9
		减压体积馏程,℃
IBP	258.0
		5％	365.9
10％	388.7
		30％	435.7
50％	489.0
		66.5％	569.4

表3

由表3可见，实施例1采用本公开提供的方法，催化裂化制取丙烯的产率是18.91重量％，且与对比例1相比，干气和焦炭产率共计减少3.08重量％。

对比例2中第二催化裂化催化剂采用加热后的积炭催化剂，积炭的氢质量分数较高，虽然干气和焦炭产率有所降低，但丙烯产率只有15.95重量％。而实施例1中的第二催化裂化催化剂上积炭的氢质量分数显著降低，与对比例2相比，干气和焦炭产率下降1.61重量％，丙烯产率增加2.96重量％。

对比例3中第二催化裂化催化剂为将加热后的积炭催化剂和再生催化剂混合，与对比例3相比，实施例2采用本公开提供的方法，催化转化制取丙烯的产率高达18.79重量％时，干气和焦炭产率共计减少至1.90重量％。

实施例3中，采用相对缓和的反应条件，在丙烯产率达17.10重量％时，干气产率只有4.25重％，焦炭产率只有8.09重量％。

以上结合附图详细描述了本公开的优选实施方式，但是，本公开并不限于上述实施方式中的具体细节，在本公开的技术构思范围内，可以对本公开的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本公开的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本公开对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本公开的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本公开的思想，其同样应当视为本公开所公开的内容。

Claims (24)

1.一种降低干气和焦炭产率的催化裂化方法，其特征在于，该方法包括：

使重质烃油原料在第一反应器中与第一催化裂化催化剂接触进行第一催化反应，将反应所得混合物在沉降器中进行气剂分离，得到第一积炭催化剂和第一产物，使所述第一积炭催化剂进入所述沉降器的第一汽提区中进行汽提；

使轻质烃类在第二反应器中与第二催化裂化催化剂接触进行第二催化反应，将所述第二反应器得到的包含催化剂的反应混合物引入第三反应器继续进行第三催化反应，将第三反应器所得反应混合物在所述沉降器中进行气剂分离得到第二积炭催化剂和第二产物，使第二积炭催化剂进入所述沉降器的第二汽提区中进行汽提，所述轻质烃类的馏程为8～253℃；

将经汽提后的第二积炭催化剂和第一部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的含氧流化区进行有氧再生，得到第一再生催化剂，使所述第一再生催化剂作为所述第一催化裂化催化剂送入第一反应器中；

将第二部分经汽提后的第一积炭催化剂引入再生器的无氧流化区在600～800℃下进行无氧再生，得到第二再生催化剂，使所述第二再生催化剂作为所述第二催化裂化催化剂送入第二反应器中；

将所述第一产物和第二产物引入产品分离系统进行产品分离，得到包括低碳烯烃产物、汽油产物、柴油产物和重油产物的分离产物。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，该方法还包括：将氧气含量小于3体积％的流化气引入无氧流化区中，所述流化气含有不低于97体积％的惰性气体，所述惰性气体为选自氮气、氦、氖、氩、氪和氙中的至少一种。

3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述再生器的无氧流化区包括：低温催化剂输送管(921)、气固分离器(922)、催化剂分布器(923)、取热排管(924)、脱气管(925)和高温催化剂输送管(926)；

所述低温催化剂输送管(921)的一端与所述第一汽提区(7-1)连通，另一端连接有气固分离器(922)，所述气固分离器(922)的下方具有催化剂分布器(923)和与所述催化剂分布器(923)连通的取热排管(924)，所述取热排管(924)为多组沿垂直方向设置且底端连通的管线，所述脱气管(925)连接于所述取热排管(924)的下端并在连接处开设有流化气入口(927)，所述脱气管(925)为下端与所述高温催化剂输送管(926)相连的立管，所述高温催化剂输送管(926)与所述第二反应器(2)连通。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一再生催化剂的温度为560～800℃，以第一再生催化剂的干基重量为基准，所述第一再生催化剂的积炭含量为0.01～0.1重量％。

5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二再生催化剂的温度为560～800℃，以第二再生催化剂的干基重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭含量为0.5～1.9重量％。

6.根据权利要求5所述的方法，其中，以第二再生催化剂的干基重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭含量为0.9～1.3重量％。

7.根据权利要求5或6所述的方法，其中，以第二再生催化剂的干基重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭含量为0.91～0.99重量％。

8.根据权利要求5所述的方法，其中，以第二再生催化剂中的积炭的重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭中的氢含量为0.1～0.65重量％。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，以第二再生催化剂中的积炭的重量为基准，所述第二再生催化剂的积炭中的氢含量为0.1～0.5重量％。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质烃油原料为选自石油烃油、合成油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种，所述石油烃油为选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述重质烃油原料为石油烃油。

12.根据权利要求10或11所述的方法，其中，所述重质烃油原料的平均相对分子质量不低于200。

13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质烃类的馏程为9～160℃；

以所述轻质烃类的总重量为基准，所述轻质烃类的烯烃含量为30～90重量％。

14.根据权利要求13所述的方法，其中，所述轻质烃类的馏程为9～60℃。

15.根据权利要求13或14所述的方法，其中，以所述轻质烃类的总重量为基准，所述轻质烃类的烯烃含量为45～90重量％。

16.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质烃类至少部分地来自所述产品分离系统的所述分离产物中。

17.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质烃类与所述重质烃油原料的重量比为(0.01～0.6)：1。

18.根据权利要求17所述的方法，其中，所述轻质烃类与所述重质烃油原料的重量比为(0.05～0.3)：1。

19.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自含有平均孔径小于0.7纳米的择形沸石，所述择形沸石为选自具有MFI结构的沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A型沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种。

20.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化反应的操作条件包括：反应温度为480～600℃；反应时间为0.5～10秒；剂油重量比为(5～15)：1；水油重量比为(0.05～1)：1。

21.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二催化反应的操作条件包括：反应温度为520～750℃；反应时间为0.1～3秒；剂油重量比为(6～40)：1；水油重量比为(0.1～1)：1。

22.根据权利要求l所述的方法，其中，所述第一反应器和所述第二反应器各自为选自提升管反应器、下行管反应器、流化床反应器、提升管与下行管复合反应器、提升管与流化床复合反应器、下行管与流化床复合反应器中的一种。

23.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第三反应器为流化床反应器，所述第三反应器的操作条件为：反应温度为450～750℃；重时空速为1～30h-1；沉降器的绝对压力为0.15～0.40MPa。

24.根据权利要求23所述的方法，其中，反应温度为510～560℃。

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