CN110194967A - 一种多产丙烯的催化反应再生方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及石油烃类催化转化技术领域，具体涉及一种多产丙烯的流化催化反应再生方法，提供了催化剂再生和催化剂循环方法，催化原料油或第一原料和轻烃或第二原料分别在原料油或第一原料反应器和轻烃或第二原料反应器内反应；原料油或第一原料反应使用再生催化剂，轻烃或第二原料反应采用半再生剂；轻烃或第二原料反应过程由低温的气化和高温的催化裂化反应构成，轻烃或第二原料反应器需要的热量和半再生剂在气化后提供，在一个再生器内实现三区催化剂再生。本发明方法能显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。

Description

一种多产丙烯的催化反应再生方法
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种多产丙烯的催化反应再生方法，能提高丙烯产率。
背景技术
丙烯是最重要的石油化工原料之一。70％的丙烯是石油烃经管式炉裂解法生产的，另外30％的丙烯由催化裂化工艺过程提供。借鉴常规重油催化裂化反应-再生系统的操作、设计经验，国内外研究人员开发了一系列重油催化裂化生产丙烯的工艺技术。
通过催化裂化方法产丙烯的可行路线之一是双反应器轻烃或第二原料或汽油回炼。如FDFCC、Maxofin等。
KBR与Mobil Technology公司共同开发了以重质油为原料生产丙烯的Maxofin技术。该技术采用双提升管反应器，第一根提升管中裂化常规的FCC原料，反应生成的石脑油进第二根提升管裂化增产丙烯，两个提升管共用一个沉降器和再生器。
UOP公司开发了以碳四以上低碳烯烃为原料生产丙烯的RxPro技术，该技术同样采用双提升管反应器结构，第一提升管反应器用于重质原料的裂化，第二提升管反应器用于回炼第一反应器生成的C4组分和石脑油，两个反应产物分别进入单独的分馏系统；
中国石油大学(华东)在两段提升管催化裂化技术基础上开发了TMP技术。该技术以重质油为原料，利用两段提升管催化裂化工艺分段反应、催化剂接力和大剂油比的工艺特点，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯产率的目的；
已有技术主要从催化剂和反应温度、时间这些反应条件角度进行改进，对反应器和反应器内催化剂适应性研究不多，更不能把反应过程和反应器相结合。各种工艺技术仅仅把反应器看做管道即提升管。
常规提升管反应器由于自身流动和传递的本质特点，只能是温度由高到低、催化剂活性逐渐降低的过程。
不同的原料、不同的目的产品需要的反应过程不同，对催化剂要求也不同。轻烃或第二原料或汽油与催化原料油或第一原料性质也存在显著的差别。轻烃或第二原料终馏点低，很容易气化，气化温度常常与反应温度相差较多；而催化裂化反应是气固相反应，反应原料需要气化后才能进行催化裂化反应。
已有技术中使用再生催化剂，反应器需要的热量全部或大部分是从反应器底部提供的，来自再生器的催化剂也主要从反应器底部进入反应器，反应器底部是反应器内温度最高的部位，随反应进行逐渐降低；低温的反应原料先与最高温度的催化剂接触。
研究证明适度积碳的催化剂有利于提高轻烃或第二原料反应的丙烯选择性，轻烃或第二原料反应使用再生剂并不是最好的方案，需要相应的对催化剂再生进行改进。
本申请改变了原有的再生剂分配方式和供热方式，为轻烃或第二原料反应提供了更好的微观反应条件和反应气固接触形式。
发明内容
本发明的目的在于提供一种多产丙烯的催化反应再生方法，待生剂再生过程在一个再生器内实现待生催化剂三级串联逆流再生，可以为两个反应器提供不同的催化剂，而且反应器和再生器之间催化剂仍保持重力输送；反应方法实现轻烃或第二原料低温气化和高温反应分开、半再生剂反应和先与适度含碳的轻烃或第二原料反应后的催化剂接触低温气化，提高丙烯选择性，实现轻烃或第二原料反应器内催化剂条件的优化；在增加丙烯产率的同时，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。
本发明技术方案如下：
一种多产丙烯的催化反应再生方法，设置原料油或第一原料反应器(又称主反应器)和轻烃或第二原料反应器(又称次反应器)两个独立的反应器和一个再生器；原料油或第一原料反应器为提升管反应器(又称原料油或第一原料提升管)，由预提升区(或催化剂输送区)和原料油或第一原料反应区组成，用于催化原料油或第一原料(即新鲜原料油或第一原料)反应；轻烃或第二原料在轻烃或第二原料反应器反应，轻烃或第二原料反应器可以同时用于循环油或回炼油反应，原料油或第一原料反应器和轻烃或第二原料反应器使用来自同一再生器不同再生区再生程度不同的催化剂；再生器同时对两个反应器的待生剂进行再生；
所述再生器包括催化剂再生区和气固分离区，催化剂再生区分成上下串联的三级再生区即第一再生区(又称第一催化剂再生区)、第二再生区(又称第二催化剂再生区)和第三再生区(又称第三催化剂再生区)，三级再生区上下重叠设置，第一再生区在最下方，第二再生区在最上方，第三再生区在第一再生区和第二再生区之间；在第一再生区与第三再生区之间设置有隔板；第二再生区上方是气固分离区；第一再生区出口设置有第一再生区物流输送管(该第一再生区物流输送管位于第三再生区内)，第一再生区物流输送管出口或上端设置烟气和催化剂孔板，该烟气和催化剂孔板即第二再生区的分布板，第一再生区内的气体和催化剂经过该分布板进入第二再生区；
再生过程为：
使用压缩空气(即高含氧的新鲜压缩含氧气体)进行催化剂再生，压缩空气分成两部分分开进入不同再生区，第一压缩空气从第一压缩空气分布器进入第一再生区，进行高含碳和氢的待生催化剂的初步再生；所述第一再生区为湍流流化床或循环流化床形式，即第一再生区按湍流流化床或循环流化床条件设计，其气体的表观流速一般不大于2.5m/s；
第一再生区内初步再生后的催化剂和气体经第一再生区物流输送管及烟气和催化剂孔板进入第二再生区，继续进行催化剂再生，生成再生剂(又称再生催化剂)或半再生催化剂(或称半再生剂)，具体地，第一再生区再生后气体中剩余氧和催化剂剩余焦炭在第二再生区继续参与催化剂再生，在第二再生区完成对来自第一再生区催化剂剩余的氢和大部分碳氧化，通过第二再生区内的催化剂藏量和温度控制第二再生区内催化剂的再生程度和该区催化剂含碳量；
第二压缩空气从第二压缩空气分布器进入第三再生区，第二再生区的半再生催化剂或再生剂通过催化剂或半再生剂回流管回流(即重力输送)到第三再生区，第二压缩空气与来自第二再生区的再生剂或半再生催化剂继续再生反应完成催化剂再生，完成催化剂剩余碳的氧化反应，生成再生催化剂；所述第二再生区和第三再生区为湍流流化床形式；
第三再生区再生后的再生催化剂从第三再生区催化剂流化床层经再生剂输送管输送到原料油或第一原料反应器进行原料油或第一原料催化反应；第二再生区再生后的半再生催化剂或再生剂从半再生剂输送管输送到轻烃或第二原料反应器进行轻烃或第二原料催化反应；
第三再生区再生后的含氧气体通过气体孔板进入第二再生区内，剩余氧气继续进行催化剂再生，实现氧的串联和催化剂逆流再生；
当需要提高第一再生区的温度时，在第二再生区和第一再生区之间设置催化剂回流管线，使部分第二再生区的催化剂返回第一再生区；
当设置催化剂外取热器时，外取热器催化剂入口设在第二再生区，取热后的催化剂进入第三再生区；
反应过程为：
催化原料油或第一原料由蒸汽雾化后进入原料油或第一原料反应器，与从第三再生区经再生剂输送管输送来的再生剂接触混合，随即气化和进行催化裂化反应，原料油或第一原料反应产物(又称原料油或第一原料反应产品物流或原料油或第一原料反应油气)在沉降器内经原料油或第一原料反应器旋风分离器分离出夹带的催化剂后流出沉降器；反应后的催化剂沉降到待生剂汽提器进行汽提，在待生剂汽提器完成汽提后从待生剂输送管返回(即重力输送或沉降)第一再生区；
轻烃或第二原料反应器自下而上包含预提升区、气化区、提高温度的催化裂化反应区即轻烃或第二原料反应区(又称轻烃或第二原料催化裂化反应区)和轻烃或第二原料反应产物输送管；轻烃或第二原料进入气化区，部分轻烃或第二原料反应后的催化剂经催化剂回流管在轻烃或第二原料反应器底部(轻烃或第二原料进料位置下方)的预提升区返回轻烃或第二原料反应器，被轻烃或第二原料反应器预提升介质输送到气化区，轻烃或第二原料与轻烃或第二原料反应后的催化剂在气化区混合实现轻烃或第二原料的气化；轻烃或第二原料气化后与催化剂一起向上进入轻烃或第二原料反应区，来自第二再生区的再生剂或半再生催化剂从半再生剂输送管重力输送(又称沉降)到轻烃或第二原料反应区与气化后的轻烃或第二原料混合，再生剂或半再生催化剂提供轻烃或第二原料反应器需要的热量，并提高进入轻烃或第二原料反应区内物流的温度，形成轻烃或第二原料反应条件，使轻烃或第二原料进行催化裂化反应，反应温度由来自第二再生区的再生剂或半再生催化剂量控制；轻烃或第二原料反应器或者与原料油或第一原料反应器共用沉降器，或者设置有独立的烃烃反应器沉降器；轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器旋风分离器进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物或者与原料油或第一原料反应产物混合后从原料油或第一原料反应产物出口流出沉降器，或者直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口流出沉降器或轻烃或第二原料反应器沉降器；反应后的催化剂汽提后返回第一再生区。
本发明中所述原料油或第一原料是指FCC(流化催化裂化)技术使用的催化原料油，包括来自常减压蒸馏的重油、蜡油，来自渣油加氢裂化的重油，是本领域技术人员熟知的。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，所述轻烃或第二原料包含C4、C5、催化汽油、石脑油、催化轻汽油、焦化汽油、催化轻柴油(催化柴油中单环为主的轻柴油部分)或催化裂化柴油加氢后的组分中的一种或多种，当多种组分分开进料时，根据裂化难易程度采用分级进料反应，分级进料顺序自下而上依次为C4、C5、石脑油、催化轻汽油、催化汽油、焦化汽油、催化轻柴油或催化裂化柴油加氢后的催化柴油。本发明中，上述催化裂化柴油的沸点范围及组成成分为本领域技术人员熟知，催化裂化柴油加氢后的组分的沸点及成分组成范围也属于公知技术，C4即四个碳原子的烃，C5即五个碳原子的烃，此处不再详述。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，所述轻烃或第二原料为汽油或终馏点低于200℃的原料，(如所述轻烃或第二原料为石脑油、催化轻汽油、C4、C5组分)，以多产烯烃为目的时,或轻烃或第二原料反应温度高于540℃时，轻烃或第二原料在轻烃或第二原料反应区反应的同时，使部分轻烃或第二原料反应产物中或原料油或第一原料反应产物中的回炼油，或催化裂化柴油，或加氢后的催化裂化柴油在所述轻烃或第二原料反应区出口(或下游)或在轻烃或第二原料反应产物输送管(上述两位置均在工艺上属于轻烃或第二原料反应区的下游)进入轻烃或第二原料反应器，利用轻烃或第二原料反应区物流的热量和催化剂实现该部分物流的反应，同时降低轻烃或第二原料反应区中轻烃或第二原料反应产物的温度，降低轻烃或第二原料反应产物的后反应程度，实现对轻烃或第二原料高温催化裂化反应深度的控制；更进一步地，催化裂化柴油或加氢后的催化裂化柴油(即催化裂化柴油先进行加氢处理)分离成单环为主的部分(或称低沸点为主的部分)和多环为主的部分，单环为主的部分在轻烃或第二原料反应产物输送管进入轻烃或第二原料反应器进行再次反应。所述低沸点的加氢后的催化柴油为沸点低于280℃的组分。本发明中，由于石油烃是复杂的混合组分,不适宜采用组分确切的化学成分描述；本领域技术人员清楚汽油的沸点范围，石油烃的限定是以终馏点为依据，本领域技术人员清楚终馏点低于200℃的原料是如何界定和获得的，如石脑油、催化轻汽油、C4、C5组分均属于终馏点低于200℃的原料。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，所述轻烃或第二原料为催化裂化柴油或加氢后的催化裂化柴油(即催化裂化柴油先进行加氢处理)，或从柴油或催化柴油加氢后分离出的单环为主的部分。
本发明方法中，当轻烃或第二原料反应器和原料油或第一原料反应器共用沉降器时,轻烃或第二原料反应器还包括有催化剂分流区，催化剂分流区设置在轻烃或第二原料反应区和轻烃或第二原料反应产物输送管之间，使轻烃或第二原料反应区反应后的催化剂和气体通过分流输送管进入催化剂分流区，分流出的催化剂经催化剂回流管返回轻烃或第二原料反应器底部的轻烃或第二原料反应器预提升区，气体和未分流的催化剂进入上方的轻烃或第二原料反应产物输送管。
本发明方法中：
(1)所述的催化反应再生方法，再生器中产生的催化剂，或者为完全再生的再生剂，或者为未完全再生的半再生剂，其区别在于积炭量不同，但半再生剂的活性也能够实现正常的催化反应；本发明中，第二再生区再生后产生的催化剂为半再生剂时，通常含碳量大于0.08％；第三再生区再生后产生的催化剂为再生剂或降温后的再生剂；具体地，再生器多段再生形式，第二再生区在上方，第一再生区在下方，第三再生区在中间，待生剂进入下方的第一再生区初步再生后，沿第一再生区物流输送管向上进入第二再生区再生生成再生剂或半再生剂，催化剂的含碳量由第二再生区催化剂的停留时间和温度控制，增加第二再生区内催化剂的藏量或温度可以增加再生比例，使催化剂含碳量降低，第二再生区的催化剂或半再生剂通过催化剂或半再生剂回流管进入第三再生区继续再生，当第三再生区的再生比例较低时，第三再生区的压缩空气实现对再生剂的降温；来自第三再生区的再生剂进入原料油或第一原料反应器；关于多段再生、含炭量等，均属于所属技术领域公知的技术，此处不再详述。本发明方法中，再生器使用过程中，可通过调整催化剂藏量使再生反应在第二再生区完成，而此时第三再生区作为催化剂储存或循环环节，即第二再生区内既可以生成半再生剂，也可以生成再生剂；(2)通过从催化剂或半再生剂回流管输送的催化剂量，及待生剂输送管和轻烃或第二原料反应器待生剂输送管输送到第一再生区的待生剂量，控制第二剂再生区内催化剂藏量和第二再生区的再生程度比例；通过从催化剂或半再生剂回流管输送的催化剂量和再生剂输送管输送的再生剂量控制第三再生区的催化剂藏量，进而限制气体携带催化剂进入第二再生区；各再生区的催化剂藏量可以调节各区的再生比例。再生比例是指碳和氢的反应比例。
(3)所述轻烃或第二原料广义地包含C4、C5、轻汽油、汽油或石脑油(包括石脑油、催化轻汽油、焦化汽油)、轻循环油、轻柴油、催化柴油、加氢后的催化柴油、催化柴油加氢后分离出的轻柴油；优选地，轻烃或第二原料可以是汽油组分或从柴油中分离出的单环组分；当轻烃或第二原料为终馏点低于200℃的馏分，以多产丙烯为目的时，轻烃或第二原料反应区反应温度为530℃到620℃，以多产丙烯和乙烯为目的时，轻烃或第二原料反应区的反应温度为640到700℃；
当轻烃或第二原料为180℃到350℃轻循环油或催化轻柴油馏分，以汽油为目的产品时，轻烃或第二原料催化裂化反应区反应温度为510到540℃；
所述轻烃或第二原料反应器中轻烃或第二原料理想的气化温度不大于450℃，理想的轻烃或第二原料反应温度530℃-670℃；
具体实施时，轻烃或第二原料优先选用催化汽油、催化轻汽油、催化轻柴油组分；
轻烃或第二原料为轻柴油或加氢后的轻催化柴油时，建议的反应温度不高于540℃，所述轻柴油或轻催化柴油优先使用沸点低于280℃的组分，尤其是沸点低于260℃的组分；
(4)催化原料油或第一原料和轻烃或第二原料分别在原料油或第一原料反应器和轻烃或第二原料反应器内反应，来自分馏塔底的回炼油根据轻烃或第二原料的反应温度优先在轻烃或第二原料反应器轻烃或第二原料反应产物输送管内反应，回炼油在轻烃或第二原料反应器的进料量按轻烃或第二原料反应器出口温度不低于490℃控制，剩余的回炼油仍然按常规方法在原料油或第一原料反应器反应；以多产丙烯为目的时,轻烃或第二原料催化裂化反应采用比催化原料油或第一原料高的反应温度；
当轻烃或第二原料反应区有其他轻烃或第二原料时，以单环为主的催化裂化柴油(或称轻催化柴油)或加氢后的轻催化柴油可以在轻烃或第二原料反应器的轻烃或第二原料反应产物输送管内反应；
石油烃催化裂化或裂解反应是吸热反应，反应需要的热量由来自再生器的催化剂提供。具体实施时，为了使进入轻烃或第二原料反应区的再生剂或半再生剂在轻烃或第二原料反应区均匀分布，可以在轻烃或第二原料反应区内设置催化剂分配器，使再生剂或半再生剂通过分配措施在轻烃或第二原料反应区横截面内分配；
由于轻烃或第二原料的沸点较低，终馏点也远低于多产烯烃需要的反应温度，本发明将轻烃或第二原料的反应分解成低温气化过程和高温催化裂化反应过程；轻烃或第二原料在气化区进入轻烃或第二原料反应器，用轻烃或第二原料反应后的低温催化剂气化，即使轻烃或第二原料反应后的催化剂在轻烃或第二原料进入点下方的预提升区回流到轻烃或第二原料反应器，与轻烃或第二原料混合后使轻烃或第二原料气化，气化后的轻烃或第二原料和蒸汽输送催化剂进入轻烃或第二原料反应区进行催化裂化反应；
(5)当有C4回炼时，C4可以在原料油或第一原料进料位置下方进入原料油或第一原料提升管；
(6)轻烃或第二原料反应区的催化剂和气体全部输送到上方的次反应器(轻烃或第二原料反应器)产物输送管。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，轻烃或第二原料反应器还包括有催化剂分流区(即回流区)，催化剂分流区设置在轻烃或第二原料反应区和轻烃或第二原料反应产物输送管之间，使轻烃或第二原料反应区反应后的催化剂和气体通过分流输送管进入催化剂分流区，分流出部分催化剂沉降到催化剂区，分流出的催化剂从该区经催化剂回流管返回(即回流)轻烃或第二原料反应器底部的轻烃或第二原料反应器预提升区(在轻烃或第二原料进口下方)，被轻烃或第二原料反应器预提升介质输送到气化区与轻烃或第二原料混合，实现轻烃或第二原料气化，气体和未分流的催化剂进入上方的轻烃或第二原料反应产物输送管，输送到轻烃或第二原料反应器旋风分离器进行气固分离；催化剂分流区的分流器使用旋流形式，即催化剂分流区设置旋流分离器。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，所述轻烃或第二原料反应区采用湍流流化床或循环流化床条件。当轻烃或第二原料反应器以产丙烯为目标时，轻烃或第二原料反应区的气体表观流速一般小于4.0m/s；
本发明方法中，当轻烃或第二原料反应区采用湍流流化床时，气体表观流速小于1.2m/s，优选气体表观流速0.6m/s至1.2m/s；所述轻烃或第二原料反应区采用循环流化床时，气体表观流速大于1.2m/s，优选1.2m/s至4.0/s。轻烃或第二原料反应区湍流流化床或循环流化床的催化剂重时空速为4至20(1/h)。所述湍流流化床和循环流化床是气固流态化专业的技术名称，有明确的定义。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，所述第二再生区和第三再生区的湍流流化床的气体表观流速不大于1.1m/s。
本发明方法中，再生器设置外取热器时，外取热器的催化剂入口管设置在第二再生区，取热后的催化剂进入第三再生区；通过调节外取热器取热量在第二再生区和第三再生区的分配比例，实现第二再生区和第三再生区温度的控制，取热后的催化剂对待生催化剂在第一再生区的再生效率不产生影响。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，轻烃或第二原料反应器与原料油或第一原料反应器共用沉降器，轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入沉降器内的轻烃或第二原料反应器旋风分离器进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物或者与原料油或第一原料反应产物混合后从原料油或第一原料反应产物出口流出沉降器，或者直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口流出沉降器；反应后的催化剂沉降到待生剂汽提器进行汽提，完成汽提后从待生剂输送管返回第一再生区。
所述的多产丙烯的催化反应再生方法，进一步地，轻烃或第二原料反应器设置有独立的轻烃或第二原料反应器沉降器，轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器沉降器内的轻烃或第二原料反应器旋风分离器进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口流出轻烃或第二原料反应器沉降器；反应后的催化剂沉降到轻烃或第二原料反应器汽提器进行汽提，完成汽提后从轻烃或第二原料反应器待生剂输送管返回第一再生区；部分轻烃或第二原料反应后的催化剂从轻烃或第二原料反应器汽提器经过催化剂回流管返回到其预提升区，对轻烃或第二原料进行气化。本发明方法中，当轻烃或第二原料反应器使用独立的沉降器时,同时设置独立的汽提器(或称汽提段)，从该汽提器使部分轻烃或第二原料反应后的催化剂返回到轻烃或第二原料反应器的预提升区，实现对轻烃或第二原料的气化。
本发明中：
原料油或第一原料反应产物和轻烃或第二原料反应产物在沉降器内用气固分离器实现与催化剂的分离，催化剂进入汽提器汽提后进行再生；
轻烃或第二原料反应器和原料油或第一原料反应器可以共用一个沉降器，两个反应器设在沉降器的外部或一个反应器与沉降器同轴设置；在沉降器内轻烃或第二原料反应器出口直接设置独立的轻烃或第二原料反应器气固分离器，轻烃或第二原料反应后的催化剂和油气进入轻烃或第二原料反应器气固分离器实现油气和催化剂的分离，分离出催化剂后的轻烃或第二原料反应产物流出沉降器；轻烃或第二原料反应产物可以与原料油或第一原料反应产物混合一起流出沉降器，也可以从独立的管线流出沉降器；需要时，沉降器设置独立的轻烃或第二原料反应产物出口，轻烃或第二原料反应产物经由气固分离器直接从该出口流出沉降器，不与原料油或第一原料反应器产物混合；
当轻烃或第二原料反应器单独设置轻烃或第二原料反应器沉降器时，轻烃或第二原料反应器气固分离器设置在轻烃或第二原料反应器沉降器内，轻烃或第二原料反应产物从设置在轻烃或第二原料反应器沉降器顶部的轻烃或第二原料反应产物出口流出，不与原料油或第一原料反应产物混合。
本发明中，当轻烃或第二原料反应器以多产丙烯为目的时，轻烃或第二原料反应器加入蒸汽降低烃分压，轻烃或第二原料雾化和补充的蒸汽总质量流量大于进入轻烃或第二原料反应器的轻烃或第二原料质量流量的10％，一般为15～40％；当轻烃或第二原料为柴油组分或催化轻柴油组分或加氢后的催化柴油，以产汽油为目的时，蒸汽量为轻烃或第二原料量的2％～10％；蒸汽在预提升区、气化区或在轻烃或第二原料反应区进入轻烃或第二原料反应器；蒸汽优先在轻烃或第二原料反应区上游的气化区进入轻烃或第二原料反应器。
本发明的效果在于：
1.本发明采用多级再生方法，待生剂从再生器底部进入再生器，再生剂和半再生剂从待生剂进入口上方流出再生器，在常规反应沉降器和再生器布置方式的情况下实现待生剂多级逆流再生和再生剂、半再生剂双循环反应，在轻烃或第二原料反应区和再生器之间实现半再生剂循环，在原料油或第一原料反应器和再生器间实现再生剂循环；反应沉降器高度和原料油或第一原料反应时间不受影响；
2.本发明轻烃或第二原料首先与低温的适度积碳的半再生剂接触，实现了低温气化，轻烃或第二原料气化后在轻烃或第二原料反应区进行高温裂化反应，可以提高丙烯选择性；
3.本发明实现对反应再生系统的优化，改进再生效果，降低再生能耗。
附图说明：
图1为本发明多产丙烯的催化反应再生方法实施方式一示意图；
图2为本发明多产丙烯的催化反应再生方法实施方式二示意图，再生器设置有外取热器；
图3为本发明多产丙烯的催化反应再生方法实施方式三示意图，轻烃或第二原料反应器采用提升管反应器，并设置有独立的沉降器。
图中编号标记内容如下：
1、原料油或第一原料反应器，11预提升介质，12预提升区，13原料油或第一原料，14原料油或第一原料反应区；2轻烃或第二原料反应器，21轻烃或第二原料反应器预提升介质，21A蒸汽，22轻烃或第二原料反应器预提升区，22A气化区，23轻烃或第二原料，24轻烃或第二原料反应区，25分流输送管，26催化剂分流区，27催化剂回流管，27A催化剂区，28回炼油，29轻烃或第二原料反应产物输送管；3待生剂汽提器，31汽提蒸汽，32待生剂输送管，33待生剂汽提区；4沉降器，41原料油或第一原料反应器旋风分离器，42轻烃或第二原料反应器旋风分离器，43沉降器稀相区，44原料油或第一原料反应产物出口，45轻烃或第二原料反应产物出口，46原料油或第一原料反应产物，47轻烃或第二原料反应产物，48混合反应产品物流；5催化剂再生区，51A第一压缩空气，51B第二压缩空气，52A第一压缩空气分布器，52B第二压缩空气分布器，53第一再生区物流输送管，54A第一再生区，54B第二再生区，54C第三再生区，55隔板，56A烟气和催化剂孔板，56B气体孔板，57催化剂或半再生剂回流管；58再生剂输送管，59再生剂或半再生剂输送管，6气固分离区，61再生器旋风分离器，62烟气出口管，63稀相区，66再生烟气；7外取热器，71外取热器催化剂进入管，72外取热器催化剂流出管；8轻烃或第二原料反应器沉降器，81轻烃或第二原料反应器汽提器，82轻烃或第二原料反应器待生剂输送管，83轻烃或第二原料反应器沉降器稀相区，84轻烃或第二原料反应器待生剂汽提区。
具体实施方式：
以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。
具体实施过程如下：
实施方式一：
如图1所示：
一种多产丙烯的催化反应再生方法，设置原料油或第一原料反应器1和轻烃或第二原料反应器2两个独立的反应器和一个再生器；原料油或第一原料反应器1为提升管反应器，用于催化原料油或第一原料反应；轻烃或第二原料在轻烃或第二原料反应器2反应，原料油或第一原料反应器1和轻烃或第二原料反应器2使用来自同一再生器不同再生区再生程度不同的催化剂；再生器同时对两个反应器的待生剂进行再生；
所述再生器包括催化剂再生区5和气固分离区6，催化剂再生区5分成上下串联的三级再生区即第一再生区54A、第二再生区54B和第三再生区54C，三级再生区上下重叠设置，第一再生区54A在最下方，第二再生区54B在最上方，第三再生区54C在第一再生区54A和第二再生区54B之间；在第一再生区54A与第三再生区54C之间设置有隔板55；第二再生区54B上方是气固分离区6；第一再生区54A出口设置有第一再生区物流输送管53，第一再生区物流输送管53出口或上端设置烟气和催化剂孔板56A；气固分离区6内设有再生器旋风分离器61、稀相区63和烟气出口管62；
再生过程为：
使用压缩空气进行催化剂再生，压缩空气分成两部分分开进入不同再生区，第一压缩空气51A从第一压缩空气分布器52A进入第一再生区54A，进行待生催化剂的初步再生；所述第一再生区54A为湍流流化床或循环流化床形式，进入第一再生区54A的第一压缩空气51A占40％到75％；
第一再生区54A内初步再生后的催化剂和气体经第一再生区物流输送管53进入第二再生区54B，继续进行催化剂再生；
第二压缩空气51B从第二压缩空气分布器52B进入第三再生区54C，第二再生区54B的再生剂或半再生催化剂通过催化剂或半再生剂回流管57回流到第三再生区54C，第二压缩空气51B与来自第二再生区54B的再生剂或半再生催化剂继续反应完成催化剂再生；所述第二再生区54B和第三再生区54C为湍流流化床形式，进入第三再生区54C的第二压缩空气51B占25％到60％；
第三再生区54C再生后的再生催化剂从再生剂输送管58输送到原料油或第一原料反应器1进行原料油或第一原料催化反应；第二再生区54B再生后的再生剂或半再生催化剂从再生剂或半再生剂输送管59输送到轻烃或第二原料反应器2进行轻烃或第二原料催化反应，再生烟气66经烟气出口管62排出再生器；
第三再生区54C再生后的含氧气体通过气体孔板56B进入第二再生区54B内，剩余氧气继续进行催化剂再生；
反应过程为：
预热到250℃到300℃的催化原料油或第一原料13由蒸汽雾化后进入原料油或第一原料反应器1，与从第三再生区54C经再生剂输送管58输送来的约660℃的再生剂接触，随即气化和进行催化裂化反应；本实施例中，C4同时作为原料油或第一原料反应器的进料，C4在催化原料油或第一原料13下方进入，再生剂先进入预提升区12，用预提升介质11输送，再生剂先与C4接触反应，之后再输送到原料油或第一原料反应区14与催化原料油或第一原料13混合，沿原料油或第一原料反应区14向上流动完成催化裂化反应；
原料油或第一原料反应产物46即原料油或第一原料反应油气在沉降器4内经原料油或第一原料反应器旋风分离器41分离出夹带的催化剂后沿原料油或第一原料反应产物出口管44流出沉降器4；反应后的催化剂从沉降器稀相区43沉降后进入待生剂汽提区33，引入汽提蒸汽31汽提，在待生剂汽提器3完成汽提后从待生剂输送管32返回再生器最下方的第一再生区54A；具体实施时，催化原料油或第一原料反应温度500℃到530℃，反应时间约2.0秒，反应深度按产生20％左右回炼油控制，第三再生区的温度约650℃到670℃，反应剂油比7.5左右，通过反应温度和再生剂温度调节回炼油比例；
轻烃或第二原料反应器2自下而上包含预提升区22、气化区22A、轻烃或第二原料反应区24、由分流输送管25、催化剂分流区26和催化剂回流管27组成的催化剂回流区以及轻烃或第二原料反应产物输送管29；轻烃或第二原料23进入气化区22A，催化剂分流区26设置在轻烃或第二原料反应区24和轻烃或第二原料反应产物输送管29之间，使轻烃或第二原料反应区反应后的催化剂和气体通过分流输送管25进入催化剂分流区26，分流出的催化剂先进入分流输送管25外部的催化剂区27A，经催化剂回流管27返回轻烃或第二原料反应器2底部的轻烃或第二原料反应器预提升区22，用轻烃或第二原料反应器预提升介质21输送到气化区22A实现轻烃或第二原料的低温气化，气化温度在300℃到400℃，在催化剂区27A向轻烃或第二原料反应器2补充蒸汽21A以降低烃分压；轻烃或第二原料气化后与催化剂一起向上进入轻烃或第二原料反应区24，来自第二再生区54B的再生剂或半再生催化剂从再生剂或半再生剂输送管59输送到气化区上方的轻烃或第二原料催化裂化反应区与气化后的轻烃或第二原料混合，再生剂或半再生催化剂提供轻烃或第二原料反应器2需要的热量和催化环境，并提高进入轻烃或第二原料反应区24内物流的温度使轻烃或第二原料进行催化裂化反应，反应温度由来自第二再生区54B的再生剂或半再生催化剂量控制；气体和未分流的催化剂进入上方的轻烃或第二原料反应产物输送管29；轻烃或第二原料反应区24采用湍流流化床或循环流化床形式，气体表观流速不大于4.0,m/s，催化剂重时空速4到15；反应温度530℃到660℃；来自再生器第二再生区54B的半再生剂温度680℃到740℃，半再生剂含碳重量比0.10％到0.30％；
从分馏塔(公知部分，本说明书未显示)来的回炼油28在轻烃或第二原料反应物输送管29进入轻烃或第二原料反应器2，利用轻烃或第二原料反应区物流的热量和催化剂实现该部分物流的反应，同时降低轻烃或第二原料反应区24中轻烃或第二原料反应产物的温度，回炼油反应后的温度(轻烃或第二原料反应器出口温度)约500℃；根据轻烃或第二原料反应器出口温度控制回炼油进料量；具体实施时，回炼油28可以为来自分馏塔底的回炼油，或者为沸点为180～350℃的循环油或柴油组分；
轻烃或第二原料反应器2与原料油或第一原料反应器1共用沉降器4，在沉降器4设置独立的轻烃或第二原料反应器旋风分离器42；轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器旋风分离器42进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物47从独立的轻烃或第二原料反应产物出口45流出沉降器4；反应后的催化剂汽提后从待生剂输送管32返回再生器最下方的第一再生区54A。
其他不再详述，根据以上条件，技术人员可以完成本发明的实施。
实施方式二：
如图2所示的多产丙烯的催化反应再生方法：
轻烃或第二原料反应器2与原料油或第一原料反应器1共用沉降器4，并共用第二级旋风分离器(图中未示出)，轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器旋风分离器42进行第一级气固分离，轻烃或第二原料反应产物47与原料油或第一原料反应产物混合成为混合反应产品物流48，从原料油或第一原料反应产品出口44流出沉降器；
再生器5设置有外取热器7，外取热器催化剂进入管71设置在第二再生区54B，取热后的催化剂经外取热器催化剂流出管72进入第三再生区54C。
其他与实施方式一相同。
再生过程为：
压缩空气分成两部分分开进入不同再生区，第一压缩空气51A从第一压缩空气分布器52A进入第一再生区54A，进行待生催化剂的初步再生；第一再生区54A内初步再生后的催化剂和气体经第一再生区物流输送管53进入第二再生区54B，继续进行催化剂再生；第二压缩空气51B从第二压缩空气分布器52B进入第三再生区54C，第二再生区54B的半再生催化剂通过催化剂或半再生剂回流管57回流到第三再生区54C，第二压缩空气51B与来自第二再生区54B的半再生催化剂继续反应完成催化剂再生；第三再生区54C再生后的再生催化剂从再生剂输送管58输送到原料油或第一原料反应器1进行原料油或第一原料催化反应；第二再生区54B再生后的半再生催化剂从再生剂或半再生剂输送管59输送到轻烃或第二原料反应器2进行轻烃或第二原料催化反应，再生烟气66经烟气出口管62排出再生器；第三再生区54C再生后的含氧气体通过气体孔板56B进入第二再生区54B内，剩余氧气继续进行催化剂再生；部分第二再生区54B的半再生剂沿外取热器催化剂进入管71进入外取热器7内，取出一部分热量，取热后的催化剂经外取热器催化剂流出管72进入第三再生区54C；
反应过程为：
预热的催化原料油或第一原料13由蒸汽雾化后进入原料油或第一原料反应器1，与从第三再生区54C经再生剂输送管58输送来的再生剂接触，随即气化和进行催化裂化反应；
原料油或第一原料反应产物46在沉降器4内经原料油或第一原料反应器旋风分离器41分离出夹带的催化剂后沿原料油或第一原料反应产物出口管44流出沉降器4；反应后的催化剂从沉降器稀相区43沉降后进入待生剂汽提区33，引入汽提蒸汽31汽提，在待生剂汽提器3完成汽提后从待生剂输送管32返回第一再生区54A；
轻烃或第二原料23进入气化区22A，经催化剂分流区26分流出的催化剂用轻烃或第二原料反应器预提升介质21输送到气化区22A，实现轻烃或第二原料的低温气化，轻烃或第二原料气化后与催化剂一起向上进入轻烃或第二原料反应区24，与来自第二再生区54B的半再生催化剂混合，使轻烃或第二原料进行催化裂化反应；轻烃或第二原料反应区反应后的催化剂和气体通过分流输送管25进入催化剂分流区26分流出部分催化剂返回轻烃或第二原料反应器预提升区22，气体和未分流的催化剂进入上方的轻烃或第二原料反应产物输送管29，与回炼油28接触反应；
轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器旋风分离器42进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物47与原料油或第一原料反应产物混合成为混合反应产品物流48流出沉降器。
实施方式三：
如图3所示的多产丙烯的催化反应再生方法：
轻烃或第二原料反应器2采用提升管形式，自下而上包含预提升区22、气化区22A、轻烃或第二原料反应区24、催化剂回流管27以及轻烃或第二原料反应产物输送管29；
轻烃或第二原料反应器2单独设置轻烃或第二原料反应器沉降器8和轻烃或第二原料反应器汽提器81，轻烃或第二原料反应器旋风分离器42设置在轻烃或第二原料反应器沉降器8内，轻烃或第二原料反应器沉降器8设有轻烃或第二原料反应器沉降器稀相区83，轻烃或第二原料反应器汽提器81设有轻烃或第二原料反应器待生剂汽提区84；轻烃或第二原料反应产物47从设置在轻烃或第二原料反应器沉降器8顶部的轻烃或第二原料反应产物出口管45流出，不与原料油或第一原料反应产物混合；
轻烃或第二原料反应后的催化剂经轻烃或第二原料反应器待生剂汽提区84汽提后，部分从催化剂回流管27回流到轻烃或第二原料反应器预提升区22，其余待生催化剂从轻烃或第二原料反应器待生剂输送管82进入再生器5的第一再生区54A；
再生器5设置有外取热器7，外取热器催化剂进入管71设置在第二再生区54B，取热后的催化剂经外取热器催化剂流出管72进入第三再生区54C。
其他部分与实施方式一相同。
实施例：
本实施例使用的装置见图1。
原料油或第一原料反应：
催化原料油或第一原料为：150t/h重油，性质见表1；重油预热280℃；原料油或第一原料反应器为提升管形式，来自第三再生区660℃的再生剂自预提升区进入原料油或第一原料反应器，原料油或第一原料反应器出口温度520℃，反应时间1.8s；
烃烃反应：
以汽油为轻烃或第二原料原料，轻烃或第二原料反应器即为汽油反应器，汽油反应器催化裂化反应区为循环流化床形式，反应原料为原料油或第一原料反应自产粗汽油，50t/h，汽油液相进料。汽油反应器采用560℃的汽油反应后的催化剂气化，气化后的温度350℃，来自再生器第二再生区的半再生剂温度680℃，含碳量0.18％,半再生剂进入催化裂化反应区的循环流化床内，循环流化床温度560℃，重时空速12(1/h)，油气流速1.5m/s，停留时间4.0s；
反应油气经分馏得到的回炼油组分在轻烃或第二原料反应器催化裂化反应区上方进入轻烃或第二原料反应产物输送管，继续反应，同时降低轻烃或第二原料后反应速率，轻烃或第二原料反应产物输送管出口温度500℃；回炼油量30t/h，温度350℃；
两反应器共用一个沉降器，汽油反应产物和原料油或第一原料反应产物从独立的管线分别送入汽油产物分馏塔和原料油或第一原料产物分馏塔。
反应条件及产物分布如表2所示。
对比例：
原有双提升管反应技术，即采用一个原料油或第一原料反应器，油气停留时间3秒；一个汽油提升管反应器，油气停留时间3秒。反应器设计操作条件及产物分布如表2所示。
从表2的对比结果可以看出，本发明与常规双提升管催化工艺相比：低价值产品如干气和焦炭产率明显下降，高价值产品如丙烯产率明显提高，其中干气产率下降了1.35个百分点，焦炭产率降低1.03个百分点，丙烯产率增加原料油或第一原料进料量的1.61个百分点。可见，本发明大幅的增加了丙烯产率，干气和焦炭产率大幅下降，提高了丙烯选择性。
表1催化原料油或第一原料性质
项目 数据
密度g/cm<sup>3</sup>(20℃) 0.9035
残碳，w％ 0.62
氢含量，w％ 12.56
硫含量，w％ 0.31
氮含量，w％ 0.16
馏程，℃ 256～545
表2实施例与对比例反应条件及产物分布对比
项目 实施例 对比例
原料油或第一原料提升管出口温度，℃ 520 520
原料油或第一原料提升管反应时间，s 1.8 3.0
轻烃或第二原料反应区反应温度，℃ 560 550
轻烃或第二原料反应区油气停留时间，s 4.0 3.0
原料油或第一原料反应再生剂温度，℃ 660 690
轻烃或第二原料反应再生剂含碳，％ 0.2 0.02
轻烃或第二原料反应再生剂温度，℃ 680 690
产物分布％
干气(H<sub>2</sub>～C2) 3.1 4.45
液化气(C3～C4) 33.8 31.34
汽油 28.2 29.74
柴油 26.5 25.04
焦炭 8 9.03
损失 0.4 0.4
丙烯 13.52 11.91

Claims (9)

1.一种多产丙烯的催化反应再生方法，设置原料油或第一原料反应器(1)和轻烃或第二原料反应器(2)两个独立的反应器和一个再生器；其特征在于，原料油或第一原料反应器(1)用于催化原料油或第一原料反应；轻烃或第二原料在轻烃或第二原料反应器(2)反应，原料油或第一原料反应器(1)和轻烃或第二原料反应器(2)使用来自同一再生器不同再生区的催化剂；再生器同时对两个反应器的待生剂进行再生；
所述再生器包括催化剂再生区(5)和气固分离区(6)，催化剂再生区(5)分成上下串联的三级再生区即第一再生区(54A)、第二再生区(54B)和第三再生区(54C)，三级再生区上下重叠设置，第一再生区(54A)在最下方，第二再生区(54B)在最上方，第三再生区(54C)在第一再生区(54A)和第二再生区(54B)之间；在第一再生区(54A)与第三再生区(54C)之间设置有隔板(55)；第二再生区(54B)上方是气固分离区(6)；第一再生区(54A)出口设置有第一再生区物流输送管(53)，第一再生区物流输送管(53)出口或上端设置烟气和催化剂孔板(56A)；再生过程为：
使用压缩空气进行催化剂再生，压缩空气分开进入不同再生区，第一压缩空气(51A)从第一压缩空气分布器(52A)进入第一再生区(54A)，进行待生催化剂的初步再生；所述第一再生区(54A)为湍流流化床或循环流化床形式；
第一再生区(54A)内初步再生后的催化剂和气体经第一再生区物流输送管(53)进入第二再生区(54B)，继续进行催化剂再生；
第二压缩空气(51B)从第二压缩空气分布器(52B)进入第三再生区(54C)，第二再生区(54B)内的催化剂通过催化剂或半再生剂回流管(57)回流到第三再生区(54C)，第二压缩空气(51B)与来自第二再生区(54B)的催化剂继续反应完成催化剂再生或混合流化后使催化剂降温；所述第二再生区(54B)和第三再生区(54C)为湍流流化床形式；
第三再生区(54C)再生或降温后的再生催化剂从再生剂输送管(58)输送到原料油或第一原料反应器(1)进行原料油或第一原料催化反应；第二再生区(54B)再生后的再生剂或半再生催化剂从再生剂或半再生剂输送管(59)输送到轻烃或第二原料反应器(2)的轻烃或第二原料反应区(24)进行轻烃或第二原料催化反应；
第三再生区(54C)的含氧气体通过气体孔板(56B)进入第二再生区(54B)内，剩余氧气继续进行催化剂再生；
反应过程为：
催化原料油或第一原料(13)由蒸汽雾化后进入原料油或第一原料反应器(1)，与从第三再生区(54C)经再生剂输送管(58)输送来的再生剂接触，随即气化和进行催化裂化反应，原料油或第一原料反应产物(46)在沉降器(4)内经原料油或第一原料反应器旋风分离器(41)分离出夹带的催化剂后流出沉降器(4)；反应后的催化剂在待生剂汽提器(3)完成汽提后从待生剂输送管(32)返回第一再生区(54A)；
轻烃或第二原料反应器(2)自下而上包含预提升区(22)、气化区(22A)、提高温度的催化裂化反应区即轻烃或第二原料反应区(24)和轻烃或第二原料反应产物输送管(29)；轻烃或第二原料(23)进入气化区(22A)，部分轻烃或第二原料反应后的催化剂经催化剂回流管(27)在轻烃或第二原料反应器(2)底部的预提升区(22)返回轻烃或第二原料反应器(2)，被轻烃或第二原料反应器预提升介质(21)输送到气化区(22A)，轻烃或第二原料与轻烃或第二原料反应后的催化剂在气化区(22A)混合实现轻烃或第二原料的气化；轻烃或第二原料气化后与催化剂一起向上进入轻烃或第二原料反应区(24)，来自第二再生区(54B)的再生剂或半再生催化剂从再生剂或半再生剂输送管(59)输送到气化区上方的轻烃或第二原料反应区(24)与气化后的轻烃或第二原料混合，再生剂或半再生催化剂提供轻烃或第二原料反应器(2)需要的热量，并提高进入轻烃或第二原料反应区(24)内物流的温度使轻烃或第二原料进行催化裂化反应，反应温度由来自第二再生区(54B)的再生剂或半再生催化剂量控制；轻烃或第二原料反应器(2)或者与原料油或第一原料反应器(1)共用沉降器(4)，或者设置独立的烃烃反应器沉降器(8)；轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器旋风分离器(42)进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物(47)或者与原料油或第一原料反应产物(46)混合后从原料油或第一原料反应产物出口(44)流出沉降器(4)，或者直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口(45)流出沉降器(4)或轻烃或第二原料反应器沉降器(8)；反应后的催化剂汽提后返回第一再生区(54A)。
2.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于,所述轻烃或第二原料(23)为C4、C5、催化汽油、石脑油、催化轻汽油、焦化汽油、催化轻柴油或催化裂化柴油加氢后的组分。
3.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，所述轻烃或第二原料(23)为汽油或终馏点低于200℃的原料，以多产烯烃为目的时，轻烃或第二原料(23)在轻烃或第二原料反应区(24)反应的同时，使部分轻烃或第二原料(23)的反应产物，或原料油或第一原料反应产物中的回炼油或催化裂化柴油，或加氢后的催化裂化柴油在所述轻烃或第二原料反应区(24)出口或在轻烃或第二原料反应产物输送管(29)进入轻烃或第二原料反应器(2)，利用轻烃或第二原料反应区物流的热量和催化剂实现该部分物流的反应，同时降低轻烃或第二原料反应区(24)中轻烃或第二原料反应产物的温度。
4.如权利要求2或3所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，催化裂化柴油或加氢后的催化裂化柴油分离成单环或低沸点为主的部分和多环为主的部分，单环或低沸点为主的部分在轻烃或第二原料反应产物输送管(29)进入轻烃或第二原料反应器(2)进行再次反应。
5.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，轻烃或第二原料反应器(2)还包括有催化剂分流区(26)，催化剂分流区(26)设置在轻烃或第二原料反应区(24)和轻烃或第二原料反应产物输送管(29)之间，使轻烃或第二原料反应区反应后的催化剂和气体通过分流输送管(25)进入催化剂分流区(26)，分流出的催化剂经催化剂回流管(27)返回轻烃或第二原料反应器(2)底部的轻烃或第二原料反应器预提升区(22)，气体和未分流的催化剂进入上方的轻烃或第二原料反应产物输送管(29)。
6.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，所述轻烃或第二原料反应区(24)采用湍流流化床或循环流化床条件。
7.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，所述第二再生区(54B)和第三再生区(54C)的湍流流化床的气体表观流速不大于1.1m/s。
8.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，轻烃或第二原料反应器(2)与原料油或第一原料反应器(1)共用沉降器(4)，轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入沉降器(4)内的轻烃或第二原料反应器旋风分离器(42)进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物(47)或者与原料油或第一原料反应产物(46)混合后从原料油或第一原料反应产物出口(44)流出沉降器(4)，或者直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口(45)流出沉降器(4)；反应后的催化剂沉降到待生剂汽提器(3)进行汽提，完成汽提后从待生剂输送管(32)返回第一再生区(54A)。
9.如权利要求1所述的多产丙烯的催化反应再生方法，其特征在于，轻烃或第二原料反应器(2)设置有独立的轻烃或第二原料反应器沉降器(8)，轻烃或第二原料反应产物和催化剂进入轻烃或第二原料反应器沉降器(8)内的轻烃或第二原料反应器旋风分离器(42)进行气固分离，轻烃或第二原料反应产物(47)直接从独立的轻烃或第二原料反应产物出口(45)流出轻烃或第二原料反应器沉降器(8)；反应后的催化剂沉降到轻烃或第二原料反应器汽提器(81)进行汽提，完成汽提后从轻烃或第二原料反应器待生剂输送管(82)返回第一再生区(54A)；部分轻烃或第二原料反应后的催化剂从轻烃或第二原料反应器汽提器(81)经催化剂回流管(27)在轻烃或第二原料反应器(2)底部的预提升区(22)返回轻烃或第二原料反应器(2)。
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