CN110624481B - 一种催化反应设备和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种催化反应设备和方法，该设备包括管式反应器、用于增加送入所述管式反应器中催化剂物料压力的送剂器、再生器和油剂分离装置；按照反应物料的流向，所述管式反应器依次设置有流体连通的催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段，所述催化剂加速段的内径小于催化剂储存段和油剂接触段的内径。本发明的催化反应设备和方法能够将再生催化剂通过送剂器进行加压后送入管式反应器的加速段中进行加速，并由催化剂喷出段喷出，从而缩短了油剂接触段中油剂混合时间，提高了油剂接触效率，减少了副反应的发生。

Description

一种催化反应设备和方法
技术领域
本发明涉及一种催化反应设备和方法。
背景技术
催化裂化提升管反应器的预提升段是把从再生器滑阀来的再生剂沿提升管向上预加速的设备，由于催化裂化装置的压力平衡由催化剂的密度压差来实现的，预提升段的从下部到上部的压力差值很小，预提升段可以实现的线速为0.5-2.0米/秒，与提升管反应段的气速10-25米/秒的速度差值很大，需要原料与再生剂接触气化后再继续提升催化剂的过程来加速催化剂，催化剂与汽提气混合后以大气泡状态存在，而且返混严重，喷射进入的原料难以与再生剂混合均匀；原料与再生剂接触时间的过长造成了反应时间的不均匀，不利于反应的顺序进行，过多生成了焦炭、干气，减少了汽油、LPG、柴油的生成，因此，降低油剂接触的时间，提高反应的液体收率是本领域持续研究的方向。
研究表明，目前在进料段混合方面的改进主要集中在喷嘴的不断完善和提高初始进料段的油气和催化剂的接触效率上。还有一种是采用下行式反应器，催化剂和油气向下运动，理论是靠重力的作用减少催化剂的返混，但催化剂的初速度并不高，而且催化剂由于重力的作用，不能持续均匀分布，催化剂与油气在向下运动并反应的过程中接触分布的不均匀，实际效果不佳，工业化的装置很少。
下行式反应器虽然一定程度上可以减少再生剂的返混，但由于没有分布器或者分布器的动力不足，再生剂容易沿径向运动，沿轴向的动量不足，造成了再生剂沿反应器的径向分布不均匀，喷射进入的原料与再生剂也难以混合均匀，下行式反应器虽然不易形成催化剂的返混，但是催化剂的平均分布程度还不如上行式提升管反应器。
由于催化裂解的反应需要高温并且大剂油比的操作，偏向于大的剂油比来减小再生剂与原料的温差，更有利于目的产物的生成，现有的催化剂循环方式，由于推动力过小，在不降低装置处理量的情况下可以实现的最大剂油比有限，采用再生剂升压输送并加速的送剂方式大大提高了装置的催化剂循环量，可以实现催化裂解的高剂油比操作。提高油剂接触的效率，提高反应目的产物的收率和性质是本领域持续研究的方向。
目前提高催化裂化进料部位初始段的油剂接触效率的方法，可参考专利US4650566、US4869807、US5139748。
中国专利CN100564486A公开了一种下流式流化裂化装置与方法，再生剂提升管靠大量的提升气将再生剂送到装置下行式反应器的顶端的分布筐，同时分离出多余的提升气，再生剂靠重力加速实现均匀分布与雾化原料接触，该方法与原有的下行式反应方法原理一致。
中国专利CN1194073A公开了一种催化裂化下行式反应方法实现气固的超短时间接触，依靠催化剂的重力减少返混，但是催化剂初始速度较低，催化剂的分布难以达到均匀，实验考察的结果不理想，难以实现工业化。
美国专利US4717467将预升段的再生剂进入的部位与提升管油剂接触的部位分割开，提升气通过较细的管路提升加速再生剂进入提升管，但是提升段与提升管反应器的压差不能过大，否则引起提升器反串到再生器，装置无法循环，受限于提升段的压力差，就没有足够的压力能转化为再生剂的向上动能，提升再生剂的线速较低。
美国专利US5318691通过设计喷嘴与预提升段的分布达到油剂分布均匀的目的，但是解决不了再生剂向上运动速度低的问题，油剂需要从低速开始向上提速，根本上改变不了油剂接触时间过长的问题。
发明内容
本发明的目的是提供一种催化反应设备和方法，本发明的设备和方法可以缩短油剂混合时间，减少副反应的发生。
为了实现上述目的，本发明提供一种催化反应设备，该设备包括管式反应器、用于增加送入所述管式反应器中催化剂物料压力的送剂器、再生器和油剂分离装置；按照反应物料的流向，所述管式反应器依次设置有流体连通的催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段，所述催化剂加速段的内径小于催化剂储存段和油剂接触段的内径；所述催化剂储存段设置有提升气入口和催化剂入口，所述催化剂喷出段或油剂接触段设置有原料油入口，所述反应段设置有油剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述送剂器设置有催化剂入口、催化剂出口、加压气入口和加压气出口；所述送剂器的催化剂出口与所述催化剂储存段的催化剂入口流体连通，所述送剂器的催化剂入口与再生器的催化剂出口流体连通，所述油剂分离装置的油剂入口与所述反应段的油剂出口流体连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。
可选的，所述管式反应器为提升管反应器；
所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段由下至上依次设置，所述催化剂储存段的提升气入口设置于所述催化剂储存段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口设置于催化剂储存段下部，所述原料油入口设置于所述油剂接触段下部，所述反应段的油剂出口设置于所述反应段顶部。
可选的，所述催化剂储存段的内径由中间向两端逐渐缩小。
可选的，所述管式反应器为下行管反应器；
所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段由上至下依次设置，所述原料油入口设置于所述催化剂喷出段，所述反应段的油剂出口设置于所述反应段底部；
所述催化剂加速段顶部连接有预加速段，所述预加速段由下至上伸入所述催化剂储存段中，且所述催化剂储存段以所述预加速段的顶端为界分为上半段和下半段，所述催化剂储存段的提升气入口设置于所述下半段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口设置于所述下半段的侧面；所述预加速段的内径大于所述催化剂加速段的内径，小于所述催化剂储存段的内径。
可选的，所述送剂器设置为交替操作的至少两个。
可选的，所述设备还包括再生剂汽提器，所述再生剂汽提器设置有用于流体连通再生器催化剂出口的开口、汽提气入口和催化剂出口，所述再生剂汽提器的催化剂出口流体连通所述送剂器的催化剂入口。
可选的，所述送剂器的加压气出口处设置有过滤器。
可选的，所述催化剂储存段的内径与催化剂加速段的内径比例为3-10；
所述催化剂加速段的长度与内径的比例为20-100。
可选的，所述油剂接触段的原料油入口的喷射方向与油剂接触段的轴向所形成的角度为15-60°。
可选的，按照反应物料的流向，所述反应段依次包括流体连通的第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径大于第一反应段和油剂接触段的内径。
可选的，所述第一反应段的内径与第二反应段的内径的比例为1：(1.1-2)，长度比例为0.3-2。
本发明还提供采用本发明提供的设备进行催化反应的方法，该方法包括：
将来自再生器的再生催化剂引入送剂器中采用加压气进行加压，得到加压后催化剂；
将加压后催化剂引入管式反应器的催化剂储存段中与提升气混合后，依次经催化剂加速段和催化剂喷出段喷入油剂接触段和反应段中与原料油接触并进行催化反应，得到油剂混合物；
将所得油剂混合物引入油剂分离装置进行油剂分离，得到反应油气和待生催化剂；
将所得待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂。
可选的，所述送剂器中加压的条件包括：压力为0.2-3.0兆帕，温度为550-760℃；
所述催化剂储存段的条件包括：压力为0.2-2.0兆帕，温度为550-760℃，催化剂停留时间为10-200秒；
所述催化剂喷出段的条件包括：压力为50-600千帕，催化剂和提升气的线速为5-30米/秒，温度为550-760℃，催化剂储存段的压力比催化剂喷出段的压力高0.1-1.0兆帕。
可选的，所述反应段的反应条件包括：压力为0-0.5兆帕，温度为450-680℃，剂油重量比为4-50，水油重量比为3-60重量％；
所述再生器的再生条件包括：温度为600-760℃，压力为0-0.5兆帕。
可选的，若所述反应段包括第一反应段和第二反应段，所述第一反应段的催化剂密度为20-120千克/米3，第二反应段的催化剂密度为30-180千克/米3。
可选的，所述原料油为选自渣油、减压蜡油、加氢蜡油、原油、焦化蜡油、脱沥青油、页岩油和费托合成油中的一种或多种。
可选的，所述再生催化剂为分子筛催化剂或无定型硅铝催化剂，所述分子筛催化剂包括活性组分和载体，所述活性组分包括含或不含稀土的Y型分子筛、含或不含稀土的HY型分子筛、含或不含稀土的超稳Y型分子筛和ZSM-5系列沸石中的一种或多种。
本发明的催化反应设备和方法能够将再生催化剂通过送剂器进行加压后送入管式反应器的催化剂加速段中进行加速，并由催化剂喷出段喷出，从而缩短了油剂接触段中油剂接触混合时间，提高了油剂接触效率，减少了副反应的发生。
本发明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发明的进一步理解，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发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1A是本发明设备一种具体实施方式的结构示意图。
图1B是本发明再生剂汽提器一种具体实施方式的结构示意图。
图1C是本发明送剂器一种具体实施方式的结构示意图。
图1D是本发明催化剂储存段、催化剂加速段和进提升管反应器接管一种具体实施方式的结构示意图。
图2A是本发明设备另一种具体实施方式的结构示意图。
图2B是本发明催化剂加速段、催化剂喷出段和油剂接触段一种具体实施方式的结构示意图。
图3A是本发明设备又一种具体实施方式的结构示意图。
图3B是本发明催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段和油剂接触段一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
10 再生器 11 斜管 12 气动开关阀
13 再生剂汽提器 14 斜管 15 斜管
16 气动开关阀 17 气动开关阀 18 送剂器
19 送剂器 20 过滤器 21 过滤器
22 汽提气和背压气 23 汽提气和背压气 24 气动开关阀
25 气动开关阀 26 送剂管线 27 再生滑阀
28 催化剂储存段 29 催化剂加速段 30 催化剂喷出段
31 油剂接触段 32 汽提水蒸气 33 气动开关阀
46 管线 47 管线 48 再生空气
49 气动开关阀 50 压力调节阀 51 气动开关阀
52 压力调节阀 53 原料油+雾化水蒸气 54 进料喷嘴
55 提升水蒸气 56 输送水蒸气
201 再生剂进剂接管 202 汽提器主体 203 汽提气分布器
204 再生剂送剂接管 205 汽提气接管 206 再生剂送剂接管
301 再生剂送剂接管 302 汽提气和背压气接管 303 送剂器催化剂储存段
304 再生剂进剂接管 305 过滤器 306 送剂器沉降段
307 送剂器密封下法兰 308 送剂器密封上法兰 309 送剂器密封连接件
310 送剂器气体出口 311 送剂器密封垫片 312 料面高压端接管
313 料面低压端接管 314 汽提气和背压气接管 315 热偶接管
401 提升气接管 402 提升段 403 再生剂进剂接管
404 缩径段 405 加速段本体 406 喷出段本体
407 进提升管反应器接管 408 压差低压接管 409 压差高压接管
510 再生器烧焦段 511 再生器出剂斜管 512 再生器沉降段
513 再生剂汽提器 514 再生器旋风分离器 515 送剂器进剂斜管
516 送剂器进剂斜管 517 送剂器 518 送剂器
519 送剂管线 520 再生剂滑阀 521 催化剂储存段
522 催化剂加速段及喷出段 523 喷嘴 524 油剂接触段
525 第一反应段 526 第二反应段 527 气固快分
528 汽提段 529 反应器沉降段 530 反应器旋风分离器
531 待生滑阀 532 待生剂管线 533 送剂器排气管线
534 送剂器排气管线 535 气动开关阀 536 气动开关阀
537 气动开关阀 538 气动开关阀 539 压力调节阀
540 压力调节阀 548 原料喷嘴接管 549 催化剂加速段
110 再生器烧焦段 111 再生器斜管 112 再生器沉降段
113 再生剂汽提器 114 再生器旋风分离器 115 送剂器进剂斜管
116 送剂器进剂斜管 117 送剂器 118 送剂器
119 再生剂送剂管线 120 再生剂滑阀 121 催化剂加速器
122 提升水蒸气 123 原料油+雾化水蒸气 124 预加速段
125 催化剂储存段 126 催化剂加速段 127 催化剂喷出段
128 油剂接触段 129 第一反应段 130 气固快分
131 反应器沉降段 132 反应器旋风分离器 133 待生剂滑阀
134 待生剂输送管线 135 再生剂输送管线 136 第二反应段
137 送剂器排气管线 138 送剂器排气管线 139 气动开关阀
140 气动开关阀 141 气动开关阀 142 气动开关阀
143 压力调节阀 144 压力调节阀 146 再生剂接管
147 提升气接管 148 原料雾化喷嘴接管
具体实施方式
以下结合附图对本发明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发明，并不用于限制本发明。
如无特殊说明，本发明催化反应包括所有以裂化反应为主的石油烃类加工工艺，包括以多产汽柴油为目的的常规催化裂化工艺和以多产烯烃、轻芳烃为目的的催化裂解工艺。
本发明提供一种催化反应设备，该设备包括管式反应器、用于增加送入所述管式反应器中催化剂物料压力的送剂器、再生器和油剂分离装置；按照反应物料的流向，所述管式反应器依次设置有流体连通的催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段，所述催化剂加速段的内径小于催化剂储存段和油剂接触段的内径；所述催化剂储存段设置有提升气入口和催化剂入口，所述催化剂喷出段或油剂接触段设置有原料油入口，所述反应段设置有油剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述送剂器设置有催化剂入口、催化剂出口、加压气入口和加压气出口；所述送剂器的催化剂出口与所述催化剂储存段的催化剂入口流体连通，所述送剂器的催化剂入口与再生器的催化剂出口流体连通，所述油剂分离装置的油剂入口与所述反应段的油剂出口流体连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。
本发明中，送入所述管式反应器中催化剂物料包括来自再生器的再生催化剂和用于输送再生催化剂的输送气体，例如氮气和/或水蒸气等。
第一种实施方式，所述管式反应器可以为提升管反应器；所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段可以由下至上依次设置，所述催化剂储存段的提升气入口可以设置于所述催化剂储存段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口可以设置于催化剂储存段下部，所述原料油入口可以设置于所述油剂接触段下部，所述反应段的油剂出口可以设置于所述反应段顶部。
在第一种实施方式中，再生剂在送剂器中进行升压后，从送剂器送入催化剂储存段的再生剂与来自催化剂储存段底部进入的提升气混合，提升气携带再生剂慢速向上移动，催化剂储剂段的内径大于催化剂加速段的内径，为催化剂的持续稳定提速提供缓冲容积，在催化剂储剂段与再生剂实现混合，由于催化剂储存段的压力高于催化剂加速段和催化剂喷出段的压力，提升气的压力快速由大变小，体积迅速变大，提升气的线速快速提高，当催化剂加速到一定速度后经催化剂喷出段均匀分布到油剂接触段，提高了油剂接触效率，并为提升管反应器内的油剂提供向上的动能。现有的催化裂化装置的提升管反应器预提升段给再生剂预加速，速度低，催化剂的返混严重，油剂接触段的油剂分布不均；本发明的再生剂经过加速段的提速后具有了很大的向上动能，再生剂与雾化原料油的向上速度相当，原料油沿提升管斜向上与快速向上的再生剂在油剂混合段接触后，顺势与再生剂一起向上运动，快速实现了提升管初段的平推流状态；再生剂被加速喷射后，可以快速平均地与原料油接触，利于再生剂的在提升管横截面的平均分布，再生剂沿轴向运动的方向性强，降低了油剂接触时间，并提高了油剂接触效率；再生剂沿提升管向上的巨大动能，抵消了再生剂向下的滑落趋势，减少油剂的返混；提升管反应器的平推流状态的快速实现，降低了反应时间，有利于反应的顺序进行，降低了干气和焦炭等非目的产物的生成。催化剂储存段的提升气压力流量可大范围调节，再生剂的循环流量可在大的范围内控制，避免了现有技术无法实现过大催化剂流量的问题。催化剂循环量更大，反应的剂油比可以更大，为反应提供更多的活性中心，再生剂与原料油的温差更小，实现高苛刻度的催化反应工艺。
在第一种实施方式中，如图1D所示，所述催化剂储存段的内径可以由中间向两端逐渐缩小，从而减少催化剂之间及对催化剂储剂段的磨损，并使催化剂的速度缓和变化，催化剂储存段的侧壁与垂直轴线的角度(角度a和c)可以为10-45°，催化剂喷出段的侧壁与垂直轴线的角度(角度b)可以为10-60°。
在第一种实施方式中，油剂接触段可以设置有位于下方的下段和位于上方的上段，下段的内径由下至上增加，下段上端的内径为下段下端内径的1.2-3倍，上段的内径可以与反应段内径相同。
第二种实施方式，所述管式反应器可以为下行管反应器；所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段可以由上至下依次设置，所述原料油入口设置于所述催化剂喷出段，所述反应段的油剂出口可以设置于所述反应段底部；所述催化剂加速段顶部连接有预加速段，所述预加速段由下至上伸入所述催化剂储存段中，且所述催化剂储存段以所述预加速段的顶端为界分为上半段和下半段，所述催化剂储存段的提升气入口设置于所述下半段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口设置于所述下半段的侧面；所述预加速段的内径大于所述催化剂加速段的内径，小于所述催化剂储存段的内径。
在第二种实施方式中，从再生器经过再生剂汽提器吹除烟气的再生剂引入送剂器，送剂器向催化剂储存段送剂，再生剂在催化剂储剂段中被提升气携带进入催化剂加速段，气体的体积快速膨胀，气体向下的速度快速提高并携带再生剂向下加速运动，再生剂通过催化剂喷出段进入油剂混合段，同时原料油经过原料油入口进入油剂接触段快速与再生剂接触并进一步进入反应段进行反应。本发明的设备实现了再生剂向下运动的高线速，再生剂向下的方向性更好，再生剂沿反应器横截面的分布更均匀，高速运动的再生剂与雾化原料接触均匀，利于缩短油剂接触的时间，大幅提高了油气与催化剂的接触效率；反应设备的催化剂循环量更大，反应的剂油比可以更大，为反应提供更多的活性中心，再生剂与原料的温差更小，实现了原料与催化剂快速平均的接触，减少了干气和焦炭等非目的产物的生成，有利于催化反应的顺序进行，减少了丙烯、乙烯被饱和的氢转移反应，提高液体产品的产率和性质。催化剂储存段有较大的缓冲空间，提升气与再生剂混合均匀，再生剂的输送平稳均匀。
根据本发明，提升管和下行管中进行的催化反应一般需要连续进剂，因此，所述送剂器可以设置为交替操作的至少两个。当一个送剂器中送剂结束后，另一个送剂器向催化剂储存段进行输送催化剂。如图1A和1C所示，送剂器的操作步骤可以包括：(a)送剂器18的气动开关阀16打开，汽提气和背压气接管302送入汽提气进行汽提，以料面高压端接管312和料面低压端接管313所测得的料面来控制再生剂每次进入送剂器的重量；(b)到达规定料面，关闭气动开关阀16，汽提气继续吹扫烟气；(c)汽提气提供压力，压力调节阀控制送剂器的压力到0.3-1.6兆帕；(d)送剂器18的气动开关阀24打开，输送水蒸气通过送剂管线26输送再生剂，再生剂滑阀27控制催化剂流量并向催化剂储存段28送剂，根据反应器中反应温度控制再生剂滑阀的开度，调整送剂量。当送剂器18送剂完毕后，启动送剂器19继续进行送剂，汽提气可以为水蒸气或氮气。再生剂滑阀以两端压差为动力，阀的开口尺寸可调。
根据本发明，所述设备还可以包括再生剂汽提器，所述再生剂汽提器可以设置有用于流体连通再生器催化剂出口的开口、汽提气入口和催化剂出口，所述再生剂汽提器的催化剂出口可以流体连通所述送剂器的催化剂入口。再生剂经过再生剂汽提器吹除氧气后引入送剂器，该过程要求送剂器的压力保持低于汽提器的压力，并高于烟道的压力；同时汽提气持续进入送剂器的底部，吹除剩余氧气后，汽提气继续送气为送剂器提供背压，送剂器顶的压力调节阀控制升高送剂器的压力，为送剂器向催化剂储剂段的输送提供压力储备；汽提气持续供气，调低汽提气流量，并在控制送剂器压力稳定的情况下，由输送水蒸气进入送剂管线提供送剂动力，再生剂滑阀控制持续向催化剂储剂段输送催化剂，提升气从催化剂储剂段的底部进入为催化剂的加速提供动力。
根据本发明，送剂器具有对催化剂物料进行加压的作用，还可以具有汽提再生催化剂携带的氧气的作用，所述送剂器的加压气出口处可以设置有过滤器，过滤器的材料可以为金属烧结多孔材料，滤管的过滤孔径可以为2-20微米。所述送剂器还可以设置有用于调节内部压力的压力调节阀。
根据本发明，催化剂储存段、催化剂加速段和催化剂喷出段可以统称为催化剂加速器，催化剂加速器的压力范围可以为0.2-3.0MPa，温度可以为550-760℃，内表面可以为高强度耐磨材料制备。
根据本发明，所述催化剂储存段的内径与催化剂加速段的内径比例可以为3-10；所述催化剂加速段的长度与内径的比例为20-100。
根据本发明，所述油剂接触段的原料油入口的喷射方向与油剂接触段的轴向所形成的角度可以为15-60°，原料油入口可以沿垂直轴线均匀分布。
根据本发明，按照反应物料的流向，所述反应段可以依次包括流体连通的第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径大于第一反应段和油剂接触段的内径。在第二反应段中，气体线速降低，催化剂密度变大，进行多产低碳烯烃和改善汽油性质的二次反应。所述第一反应段的内径与第二反应段的内径的比例可以为1：(1.1-2)，长度比例可以为0.3-2。若管式反应器为提升管反应器，则第二反应段位于第一反应段上方，若管式反应器为下行管反应器，则第二反应段位于第一反应段下方。
本发明还提供一种采用所提供的设备进行催化反应的方法，该方法包括：将来自再生器的再生催化剂引入送剂器中采用加压气进行加压，得到加压后催化剂；将加压后催化剂引入管式反应器的催化剂储存段中与提升气混合后，依次经催化剂加速段和催化剂喷出段喷入油剂接触段和反应段中与原料油接触并进行催化反应，得到油剂混合物；将所得油剂混合物引入油剂分离装置进行油剂分离，得到反应油气和待生催化剂；将所得待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂。
根据本发明，所述送剂器中加压的条件可以包括：压力为0.2-3.0兆帕，优选为0.3-1.2兆帕，温度为550-760℃；所述催化剂储存段的条件可以包括：压力为0.2-2.0兆帕，温度为550-760℃，催化剂停留时间为10-200秒；所述催化剂喷出段的条件可以包括：压力为50-600千帕，催化剂和提升气的线速为5-30米/秒，优选10-25米/秒(提升气的流量以此线速计算)，提升气可以为水蒸汽、氢气、氮气、甲烷和乙烷中的一种或多种，例如上述气体的两两混合物、三种的混合物、四种的混合物或五种混合物，温度为550-760℃，催化剂储存段的压力比催化剂喷出段的压力高0.1-1.0兆帕。
根据本发明，所述反应段的反应条件可以包括：压力为0-0.5兆帕，温度为450-680℃，剂油重量比为4-50，水油重量比为3-60重量％；所述再生器的再生条件可以包括：温度为600-760℃，压力为0-0.5兆帕。
根据本发明，若所述反应段包括第一反应段和第二反应段，所述第一反应段的催化剂密度可以为20-120千克/米3，第二反应段的催化剂密度可以为30-180千克/米3。
根据本发明，所述原料油可以为选自渣油、减压蜡油、加氢蜡油、原油、焦化蜡油、脱沥青油、页岩油和费托合成油中的一种或多种。例如渣油与焦化蜡油混合物、渣油与费托合成油混合物、渣油与原油混合物等。
根据本发明，所述再生催化剂可以为分子筛催化剂或无定型硅铝催化剂，所述分子筛催化剂可以包括活性组分和载体，所述活性组分可以包括含或不含稀土的Y型分子筛、含或不含稀土的HY型分子筛、含或不含稀土的超稳Y型分子筛和ZSM-5系列沸石中的一种或多种，例如含有上述两种分子筛、三种分子筛或四种分子筛。催化剂平均粒径可以为20-150微米，密度可以为0.5-1.5克/毫升，所述固体颗粒可以具有GeldartA组颗粒特征。
下面结合附图进一步说明本发明的实施例，但是本发明并不因此而受到任何限制。
实施例1-1说明采用本发明的设备进行催化剂送剂和加速。
实施例1-1
实施例1-1在图1A至图1D的设备上进行，催化剂为由中石化齐鲁催化剂厂生产MLC-500，性质列于表1。
以大庆蜡油进料量为10千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为60千克/小时，提升水蒸气的流量为600克/小时，原料油的进料温度为300℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)。
如图1A所示，再生空气48从再生器10底部进入与待生催化剂接触并进行烧焦再生，烧焦完成的再生剂由再生器10的底部引出的斜管11经过气动开关阀12进入再生剂汽提器13，汽提水蒸气32持续进入再生剂汽提器13吹除烟气和氧气到再生器10，基本吹除氧气的再生剂由再生剂汽提器13的底部引出的斜管14经过气动开关阀16进入其中一个送剂器18，再生剂进入送剂器的过程，送剂器18顶部气动开关阀门51开启，压力调节阀52以最大开度开启保持送剂器的低压力，汽提气和背压气22持续吹扫氧气并经过滤器20过滤后到管线46并排到烟道，氧气吹除干净后压力调节阀52控制送剂器压力到600千帕，送剂器18底部的气动开关阀24打开，输送水蒸气56经气动开关阀33和送剂管线26输送再生剂向再生滑阀27方向运动，再生滑阀27根据提升管的反应温度来控制滑阀的开度，催化剂的循环速度由送剂器的料面降低速度与送剂器横截面积来核算。另一个送剂器19与送剂器18的操作交替进行，保证送剂管线26的再生剂持续供应，送剂器19的操作方式与送剂器18相似，基本吹除氧气的再生剂由再生剂汽提器13的底部引出的斜管15经过气动开关阀17进入其中一个送剂器19，送剂器19顶部气动开关阀门49开启，压力调节阀50以最大开度开启保持送剂器的低压力，汽提气和背压气23持续吹扫氧气并经过滤器21过滤后到管线47并排到烟道，氧气吹除干净后压力调节阀50控制送剂器压力到600千帕，送剂器19底部的气动开关阀25打开，再生剂向再生滑阀27方向运动，再生滑阀27根据提升管的反应温度来控制滑阀的开度，催化剂的循环速度由送剂器的料面降低速度与送剂器横截面积来核算。送剂器18的料面显示为0后，立即打开送剂器19的气动开关阀25为送剂管线26送剂，同时气动开关阀24关闭，并打开气动开关阀51、压力调节阀52降低压力，气动开关阀16打开接受再生剂。提升水蒸汽55于催化剂加速器的催化剂储存段28的底部进入与催化剂储存段28中的再生剂混合，催化剂储存段压力为350千帕(表压)，预提升再生剂进入催化剂加速段29，气体的压力由大变小，体积由小变大，推动再生剂持续加速，并经催化剂喷出段30喷出至油剂接触段31，催化剂喷出段30的出口线速为10米/秒；高速向上运动的再生剂与进料喷嘴54进入的原料油+雾化水蒸气53的雾化物快速均匀接触，然后进入提升管的反应段进行催化裂化反应，所得油气与催化剂在油剂分离装置中分离后，待生催化剂进入再生器10烧焦再生。
如图1B所示，再生剂汽提器为两头带有锥体的圆柱容器，来自再生器的再生剂从再生剂进剂接管201进入汽提器主体202，汽提水蒸气从汽提器主体底部中间的汽提气接管205通过汽提气分布器203进入汽提器主体202对再生剂进行汽提，汽提气分布器203可以是喷嘴或分布盘，再生剂从汽提气分布器与汽提器主体的环形空间通过再生剂送剂接管204和再生剂送剂接管206送出；收剂的时间为2分钟，送剂的时间为3分钟，汽提器的体积为20升，单次送剂量为10千克。
如图1C所示，来自再生剂进剂接管304的再生剂进入送剂器催化剂储存段303中，来自302汽提气和背压气接管302和302汽提气和背压气接管314的汽提气进行汽提后，携带部分再生剂的汽提气上行至送剂器沉降段306中进行沉降，然后经过滤器305过滤后从送剂器气体出口310送出送剂器，送剂器气体出口310通过送剂器密封上法兰308和送剂器密封垫片311由送剂器密封连接件309连接在送剂器密封下法兰307上；汽提后的再生剂从再生剂送剂接管301送出送剂器；送剂器上还设置有用于测定料位的料面高压端接管312、料面低压端接管313以及用于测定温度的热偶接管315。送剂器中控制压力为600千帕，催化剂温度为685℃，料面控制料段的体积为20升，控制料面段一次进剂量为10千克，过滤器为金属烧结或陶瓷材料，孔径为5微米。
如图1D所示，来自送剂器的再生剂由再生剂进剂接管403进入催化剂储存段的提升段402中，再生剂进剂接管403与垂线的角度d为30°，再生剂温度为680℃；提升段402内部空间体积加大，最大直径为
Figure GDA0003154377470000111
为50毫米，锥底与垂线的角度c为45°，提升段顶部连接的缩径段404与垂线角度a为75°，控制压力为400千帕，催化剂储存段的高度h1为500毫米；从提升气接管401来的提升气进入提升段与再生剂接触并将再生剂均匀分布，为催化剂向上运动提供条件。提升的再生剂依次经过提升段402和缩径段404后进入加速段本体405，由于提升段与提升管反应器接管407之间的压差250千帕，气体压力快速变小，同时体积也快速膨胀，气体的线速快速提高，携带催化剂加速向上运动，形成了催化剂的向上高速运动，线速为12米/秒，内径
Figure GDA0003154377470000112
为5毫米，高度h2为240毫米；然后加速段本体催化剂经喷出段本体406喷出进入进提升管反应器接管407中，喷射后线速为10m/s，喷出段本体406起到了扩径同时平均分散催化剂的效果，为油剂接触做准备，催化剂温度为660℃，喷出段本体406高度h3为120毫米，侧壁与垂线的角度b为15°，提升管反应器接管407的内径
Figure GDA0003154377470000113
为14毫米；通过设置压差低压接管408和压差高压接管409测定提升段与提升管反应器接管407之间的压差。
送剂器和汽提器的具体操作条件如表1-1所示，一个完整的操作周期为20分钟，汽提器的进剂时间为2分钟，送剂时间为3分钟；送剂器的送剂时间为10分钟，降压时间为2分钟，收剂时间为3分钟，汽提时间为3分钟，升压时间为2分钟；汽提器轮流为两个送剂器送剂，两个送剂器交替操作为催化剂储剂段送剂。
对比例1-1
以大庆蜡油进料量为10千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为60千克/小时，原料的进料温度为300℃，提升水蒸气的流量为500克/小时，沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)。再生催化剂经过再生滑阀进入到提升管预提升段，预提升段内径为18毫米，提升水蒸气由提升管底部进入，再生剂温度为685℃，将再生催化剂向上提升，提升气进入提升管底部后降低压力体积膨胀，提升段与油剂接触段的压力差值主要来自催化剂的重力压差和摩擦阻力，这个差值较小，再生剂由再生斜管滑落到预提升段初速为零，提升气克服再生剂的重力和管道阻力向上吹浮再生剂，提升再生剂可以实现的速度较低，计算预提升段的表观线速为0.85米/秒；一般的预提升段的表观线速为0.3米/秒-1.2米/秒,处于密相流化床到快速床的状态，催化剂的缓落系数较高，即催化剂的返混严重，这种再生剂流化状态下，再生剂与油气混合接触，容易造成混合不均，造成部分油气的过裂化和热裂化反应，多生成焦炭和干气。
从实施例1-1与对比例1-1的对比可知，实施例1-1的再生剂的喷射后线速为10米/秒，远高于对比例1-1的0.85米/秒。本发明的带有送剂器和加速段的设备可以实现催化剂高线速，可以实现催化裂化提升管反应器中油气和催化剂的高效率接触。
实施例2-1和实施例2-2说明在提升管反应器中进行本发明的方法。
实施例2-1
本实施例以多产液体产品的催化裂化操作模式进行，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为360千克/小时，原料的进料温度为300℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，提升管反应器出口温度为495℃。大庆蜡油原料的性质列于表2，催化剂为由中石化齐鲁催化剂厂生产MLC-500，性质列于表1。本实施例具体反应条件见表2-1，具体反应结果见表2-2。
如图1所示，在催化裂化装置的再生器烧焦段510完成再生的再生剂温度为680℃，经过再生器出剂斜管511进入再生剂汽提器513，再生剂被大部分吹除氧气后依次经过送剂器进剂斜管515、气动开关阀537以及送剂器进剂斜管516、气动开关阀538对应进入送剂器518、送剂器517，该过程要求送剂器的压力保持为0.12兆帕低于汽提器的压力，汽提后的汽提水蒸气经送剂器排气管线533或送剂器排气管线与燃烧烟气一起进行后续热量回收及烟囱排放；同时汽提水蒸气持续进入送剂器517、送剂器518的底部吹除剩余氧气，送剂器顶的压力调节阀539或压力调节阀540控制升高送剂器的压力为0.58兆帕，为送剂器向催化剂加速段的输送提供压力储备；在控制送剂器517或送剂器518压力稳定的情况下，开启气动开关阀535或气动开关阀536，由输送气进入送剂管线519持续提供送剂动力持续向催化剂储存段521输送催化剂，再生剂滑阀520控制再生剂的流量为360千克/小时，提升水蒸气催化剂储存段521的底部进入与再生剂混合预提升再生剂并为加速段提供动力；为了保持送剂的连续性，两个相同的送剂器517和送剂器518交替操作；催化剂储存段521的压力高于催化剂加速段及喷出段522出口压力，提升气的压力由大变小，体积迅速变大，同时由于管径变小，提升气体的线速快速升高，同时提升气体携带再生剂加速直线向上运动，推动再生剂加速到一定的速度，提升气体在催化剂加速段及喷出段522出口体积继续快速变大，出口线速为15米/秒，气体和再生剂快速线性地均匀分布到油剂接触段524，原料油+雾化水蒸气经过喷嘴523进入油剂接触段524，油剂快速均匀接触后很少返混地继续向上运动，油剂接触时间为0.1秒；油气升温体积膨胀进入再生剂孔道反应并一起进入提升管第一反应段525和第二反应段526，第一反应段525直径为36毫米，末端的油剂的表观线速为9.2米/秒，第二反应段526的直径为48毫米，末端的油剂的表观线速为5.8米/秒，第二反应段526的油剂进入上方的缩径段，缩径段的直径为40毫米，反应段(包括第一反应段、第二反应段)的油剂停留时间为1.9秒；提升管出口连接气固快分527，油气进入反应器沉降段529，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段528。反应油气经过反应器旋风分离器530分离出携带的催化剂后进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀531经过待生剂管线532进入再生器烧焦段510烧焦再生恢复活性，从再生器底部进入的空气与待生剂逆流烧焦再生，携带催化剂的燃烧烟气经过再生器沉降器512沉降和再生器旋风分离器分离后去热量回收及烟囱排放。
如图2B所示，催化剂加速段及喷出段522中，催化剂加速段549的内径
Figure GDA0003154377470000131
为12毫米，喷出段侧壁与垂线的角度b5为15°，喷出段上方通过等径连接段与油剂接触段524相连，等径连接段的高度h5-1为90mm，油剂接触段524包括下方扩径段和上方等径段，且内径
Figure GDA0003154377470000132
由等径连接段内径
Figure GDA0003154377470000133
的20毫米扩径到36毫米，下方扩径段与垂线的角度a5为10°，原料喷嘴接管548与垂线的角度c5为40°。
实施例2-2
本实施例以低碳烯烃产品的催化裂解操作模式进行，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为720千克/小时，反应的剂油比为12，原料的进料温度为280℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，提升管反应器出口温度为560℃。大庆蜡油原料的性质列于表2，催化剂为由中石化齐鲁催化剂厂生产CRP-1，性质列于表1。本实施例具体反应条件见表2-1，具体反应结果见表2-2，汽油产品性质见表2-3。
如图2A所示，在催化裂化装置的再生器烧焦段510完成再生的再生剂温度为690℃，经过再生器出剂斜管511进入再生剂汽提器513，再生剂被大部分吹除氧气后依次经过送剂器进剂斜管515、气动开关阀537以及送剂器进剂斜管516、气动开关阀538对应进入送剂器518、送剂器517，该过程要求送剂器的压力保持为0.12兆帕低于汽提器的压力，汽提后的汽提水蒸气经送剂器排气管线533或送剂器排气管线与燃烧烟气一起进行后续热量回收及烟囱排放；同时汽提水蒸气持续进入送剂器517、送剂器518的底部吹除剩余氧气，送剂器顶的压力调节阀539或压力调节阀540控制升高送剂器的压力为0.58兆帕，为送剂器向催化剂加速段的输送提供压力储备；在控制送剂器517或送剂器518压力稳定的情况下，开启气动开关阀535或气动开关阀536，由输送气进入送剂管线519持续提供送剂动力持续向催化剂储存段521输送催化剂，再生剂滑阀520控制再生剂的流量为720千克/小时，提升水蒸气催化剂储存段521的底部进入与再生剂混合预提升再生剂并为加速段提供动力；为了保持送剂的连续性，两个相同的送剂器517和送剂器518交替操作；催化剂储存段521的压力高于催化剂加速段及喷出段522出口压力，提升气的压力由大变小，体积迅速变大，同时由于管径变小，提升气体的线速快速升高，同时提升气体携带再生剂加速直线向上运动，推动再生剂加速到一定的速度，提升气体在催化剂加速段及喷出段522出口体积继续快速变大，出口线速为9.6米/秒，气体和再生剂快速线性地均匀分布到油剂接触段524，原料油+雾化水蒸气经过喷嘴523进入油剂接触段524，油剂快速均匀接触后很少返混地继续向上运动，油剂接触时间为0.15秒；油气升温体积膨胀进入再生剂孔道反应并一起进入提升管第一反应段525和第二反应段526，第一反应段525直径为40毫米，末端的油剂表观线速为8.8米/秒，第二反应段526的直径为56毫米，末端的油剂表观线速为5.9米/秒，第二反应段526的油剂进入上方的缩径段，缩径段的直径为42毫米，反应段(包括第一反应段、第二反应段)的油剂停留时间为2.2秒；提升管出口连接气固快分527，油气进入反应器沉降段529，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段528。反应油气经过反应器旋风分离器530分离出携带的催化剂后进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀531经过待生剂管线532进入再生器烧焦段510烧焦再生恢复活性，从再生器底部进入的空气与待生剂逆流烧焦再生，携带催化剂的燃烧烟气经过再生器沉降器512沉降和再生器旋风分离器分离后去热量回收及烟囱排放。
如图2B所示，催化剂加速段及喷出段522中，催化剂加速段549的内径
Figure GDA0003154377470000141
为14毫米，喷出段侧壁与垂线的角度b5为15°，喷出段上方通过等径连接段与油剂接触段524相连，等径连接段的高度h5-1为100mm，油剂接触段524包括下方扩径段和上方等径段，且内径
Figure GDA0003154377470000142
由等径连接段内径
Figure GDA0003154377470000143
的20毫米扩径到40毫米，下方扩径段与垂线的角度a5为15°，原料喷嘴接管548与垂线的角度c5为40度。
对比例2-1
本对比例以多产液体产品的催化裂化操作模式进行，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂为MLC-500的性质列于表1，催化剂的循环量为360千克/小时，原料的进料温度为300℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，提升管反应器出口温度为495℃。本实施例具体反应条件见表2-1，具体反应结果见表2-2。具体操作如下：
再生催化剂经过再生滑阀进入到提升管预提升段，预提升段内径为38毫米，提升水蒸气由提升管底部进入，再生剂温度为685℃，将再生催化剂向上提升，提升气进入提升管底部后降低压力体积膨胀，提升段与油剂接触段的压力差值主要来自催化剂的重力压差和摩擦阻力，该差值较小，再生剂由再生斜管出口滑落到提升管预提升段，初速为零，汽提气克服再生剂的重力和管道阻力向上吹浮再生剂，由于压力差过小的原因提升再生剂可以实现的速度较低，计算预提升段的表观线速为0.15米/秒；一般的预提升段的表观线速为0.2米/秒-0.5米/秒，处于密相流化床的状态，催化剂的缓落系数较高，即催化剂的返混严重，这种再生剂流化状态下，再生剂与油气混合接触，容易混合不均，造成部分油气的过裂化和热裂化反应，多生成焦炭和干气。再生剂经过预提升段进入油剂接触段，原料油和雾化水蒸气经过喷嘴与再生剂混合接触，原料油与热的再生剂接触受热体积膨胀，提升再生剂向上加速，表观线速为1.5米/秒，在此线速下，再生剂的滑落和返混较严重，油剂接触时间为0.6秒；提升管第一反应段直径为36毫米，末端的油剂表观线速为8.6米/秒，在提升管第二反应段526的直径为48毫米，末端的油剂的表观线速为5.6米/秒，经过提升管第二反应段526进入缩径段为40毫米，提升管反应段(包括第一反应段、第二反应段)的停留时间为2.2秒；提升管出口连接气固快分，油气进入反应器沉降段，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段。反应油气经过反应器旋风分离器进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀经过待生剂管线进入再生器烧焦再生恢复活性。
对比例2-2
本对比例以多产低碳烯烃产品的催化裂解操作模式进行，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂为CRP-1的性质列于表1，催化剂的循环量为720千克/小时，原料的进料温度为300℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，提升管反应器出口温度为560℃。本实施例具体反应条件见表2-1，具体反应结果见表2-2，汽油产品性质见表2-3。具体操作如下：
再生催化剂经过再生滑阀进入到提升管预提升段，预提升段内径为42毫米，提升水蒸气由提升管底部进入，再生剂温度为695℃，将再生催化剂向上提升，提升气进入提升管底部后降低压力体积膨胀，提升段与油剂接触段的压力差值主要来自催化剂的重力压差和摩擦阻力，该差值较小，再生剂由再生斜管出口滑落到提升管预提升段，初速为零，汽提气克服再生剂的重力和管道阻力向上吹浮再生剂，由于压力差过小的原因提升再生剂可以实现的速度较低，催化剂的缓落系数较高，即催化剂的返混严重，这种再生剂流化状态下，再生剂与油气混合接触，容易混合不均，造成部分油气的过裂化和热裂化反应，多生成焦炭和干气。再生剂经过预提升段进入油剂接触段，原料油和雾化水蒸气经过喷嘴与再生剂混合接触，原料油与热的再生剂接触受热体积膨胀，提升再生剂向上加速，表观线速为1.3米/秒，在此线速下，再生剂的滑落和返混较严重，油剂接触时间为0.62秒；提升管第一反应段直径为40毫米，末端的油剂表观线速为8.5米/秒，在提升管第二反应段526的直径为56毫米，末端的油剂表观线速为5.4米/秒，经过提升管第二反应段526进入缩径段为40毫米，提升管反应段(包括第一反应段、第二反应段)的停留时间为2.5秒；提升管出口连接气固快分，油气进入反应器沉降段，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段。反应油气经过反应器旋风分离器进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀经过待生剂管线进入再生器烧焦再生恢复活性。
从表2-1可知，实施例2-1与对比例2-1的对比可知，实施例2-1的油剂接触段的停留时间为0.1秒，远低于对比例2-1的0.6秒，由于对比例2-1的油剂持续加速时间较长，对比例2-1的提升管反应段的停留时间为2.2秒，高于实施例2-1的1.9秒；从实施例2-2与对比例2-2的对比可知，实施例2-2的油剂接触段的停留时间为0.15秒，远低于对比例2-2的0.62秒，对比例2-2提升管反应段的停留时间为2.5秒，高于实施例2-2的2.2秒。可以看出，本发明设置有加速段和送剂器的设备可以实现催化剂高线速，提高油剂接触效率。
由表2-2可见，对比例2-1的液化气产率为16.79重量％，丙烯产率为5.0重量％，汽油产率为48.41重量％，焦炭产率为5.61重量％，(液化气+汽油+柴油)产率为81.81重量％，(H2－C2)产率为1.93重量％。实施例2-1的液化气产率为15.36重量％，丙烯产率为5.4重量％，汽油产率为51.54重量％，焦炭产率为4.52重量％，(H2－C2)产率为1.56重量％；汽油产率提高了3.13重量％，焦炭产率降低了1.09重量％，(H2－C2)产率降低了0.37重量％，(液化气+汽油+柴油)产率提高了2.50重量％。
由表2-2可知，对比例2-2的液化气产率为33.23重量％，丙烯产率为14.1重量％，汽油产率为35.44重量％，焦炭产率为8.11重量％。实施例2-2的液化气产率为33.52重量％，丙烯产率为16.5重量％，汽油产率为37.22重量％，焦炭产率为7.02重量％；丙烯产率提高了2.4重量％，汽油产率提高了1.78重量％，焦炭产率降低了1.09重量％，丙烯的选择性高于对比例。
由表2-3可见，对比例2-2的汽油折光指数(nD20)为1.4571，实施例2-2的折光指数(nD20)为1.4559；对比例2-2的体积族组成的饱和烃为32.8体积％，烯烃为30.7体积％，芳香烃为36.5体积％，实施例2-2的饱和烃为32.4％，烯烃为32.2体积％，芳香烃为35.4体积％；对比例2-2汽油的C含量为87.54重量％，H含量为12.45重量％，实施例2-2汽油的C含量为87.43重量％，H含量为12.56重量％；对比例2-2的RON为94.1，实施例2-2的RON为95.5；实施例2-2的汽油产品性质远高于对比例2-2。
由实施例2-1、实施例2-2和对比例2-1、对比例2-2的对比表明，本发明的设备和方法可以降低非目的产物焦炭、干气的产率，提高目的产物汽油、丙烯、(液化气+汽油+柴油)的产率，可以提高汽油产品的性质，具有更高的经济效益。
实施例3-1、实施例3-2和实施例3-3说明在下行管反应器中进行本发明的方法。
实施例3-1
本实施例以多产低碳烯烃产品的催化裂解模式进行，反应器为下行管反应器，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为900千克/小时，剂油重量比为15，原料的进料温度为260℃，沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，反应器出口温度为580℃，再生剂的温度为690℃。大庆蜡油原料的性质列于表2，催化剂CRP-1的性质列于表1，催化剂由中石化齐鲁催化剂厂生产，具体反应条件见表3-1，反应结果见表3-2。具体操作方式如下：
如图3A所示，在催化裂化装置的再生器烧焦段110完成再生的再生剂温度为680℃，经过再生器斜管111进入再生剂汽提器113，再生剂被来自底部的气体水蒸气大部分吹除氧气后依次经过送剂器进剂斜管115、气动开关阀141与送剂器进剂斜管116、气动开关阀142对应进入送剂器117与送剂器118，该过程要求送剂器的压力保持为0.12兆帕低于再生器汽提器113的压力；同时汽提水蒸气从底部持续进入送剂器117、送剂器118的底部吹除剩余氧气，吹除的烟气经过送剂器排气管线137、送剂器排气管线138进入烟道排空，进剂结束后气动开关阀141、气动开关阀142依次关闭，送剂器117、送剂器118顶的压力调节阀143或压力调节阀144控制升高压力为0.68兆帕，为送剂器117、送剂器118向催化剂加速器121的输送提供压力储备，该催化剂加速器121包括催化剂储存段125、加速段126和催化剂喷出段127；在控制送剂器117或送剂器118压力稳定的情况下，打开气动开关阀139或气动开关阀140由输送的水蒸气进入再生剂送剂管线119提供送剂动力，再生剂滑阀120控制再生剂的流量为900千克/小时，并通过再生剂输送管线135持续向催化剂加速器121的催化剂储存段125输送催化剂，提升水蒸气122从催化剂加速器121的催化剂储存段125的底部进入为催化剂的加速提供动力；为了实现送剂过程的连续性，两个送剂器117和118交替操作；催化剂加速器的催化剂储存段125的压力高于催化剂加速器的催化剂喷出段喷嘴127出口的压力，催化剂加速器121的催化剂储存段125的直径远大于加速段126的直径，催化剂储存段125为催化剂的持续稳定提速提供缓冲容积；在催化剂储存段125中提升水蒸气122与再生剂混合，实现了气体对于再生剂的携带作用，再生剂被提升并从顶部反弹溢流到预加速段124；在预加速段124提升气的压力由大变小，体积迅速变大，气体的线速快速升高，同时气体携带催化剂加速直线向下运动，在催化剂加速段126气体的体积继续变大，同时由于管径变小，气体的线速实现了更大的提高，推动再生剂加速到一定高的速度，气体和再生剂最后经过催化剂喷出段127实现了快速线性的均匀分布，原料油+雾化水蒸汽123喷射进入催化剂喷出段127实现了油剂快速接触，在油剂接触段128原料和再生剂均匀接触后，继续在下行管反应器第一反应段129内实现催化反应，反应温度为582℃，催化剂密度为60千克/米3，反应的油气和催化剂顺序进入第二反应段136，继续反应促进低碳烯烃的生成，反应温度为580℃，催化剂密度为105kg/m3，反应完成后油气和待生剂通过横管进入气固快分130实现气剂分离，反应油气向上通过反应器沉降段131进入反应器旋风分离器132分离待生剂后去分离单元，气固快分130分离的待生剂和部分沉降的待生剂进入待生汽提器与来自底部的汽提水蒸气吹除吸附的油气后由待生剂滑阀133控制流量，并通过待生剂输送管线134向再生器输送。待生剂在再生器中与来自再生器底部的空气逆流烧焦再生，燃烧烟气在再生器沉降段112沉降后通过再生器旋风分离器114分离出携带的催化剂去热量回收及烟囱排放。
如图3B所示，油剂接触段128的位于原料雾化喷嘴接管148到进入第一反应段129之前的区间，原料雾化喷嘴接管148沿轴线均匀布且与垂线的角度c1为30°，催化剂喷出段的侧壁与垂线所形成的角度b1为12°。催化剂储存段125的内径
Figure GDA0003154377470000181
为136毫米，再生剂通过再生剂接管146进入催化剂储存段，提升气通过提升气接管147进入催化剂储存段，预加速段124的内径
Figure GDA0003154377470000182
为30毫米，催化剂加速段126的直径
Figure GDA0003154377470000183
为20毫米，预加速段124与催化剂加速段126通过缩径段相连，缩径段的侧壁与垂线的角度a1为10°，催化剂喷出段的出口直径
Figure GDA0003154377470000184
为48毫米，催化剂储存段的高度h1-3为800毫米，催化剂储存段顶部为半球面形，直径R1-1为146毫米，预加速段的长度为600毫米，催化剂加速段的长度h1-2为1200毫米，第一反应段的直径为48毫米，第二反应段的直径为60毫米，第一反应段长度为6000毫米，第二反应段长度为4800毫米，横管长度为850毫米。再生剂在催化剂储存段的停留时间为50秒，催化剂储存段的压力为0.48兆帕，催化剂喷出段出口压力为0.19兆帕，催化剂喷出段出口线速为10.3米/秒，第一反应段末端的油剂线速为8.92米/秒，第二反应段末端的油剂线速为5.76米/秒，油剂接触时间为0.15秒，下行管反应器反应时间为2.0秒。
实施例3-2
本实施例以多产低碳烯烃产品的催化裂解模式进行，反应器为下行管反应器，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为720千克/小时，剂油比为12，原料的进料温度为280℃、沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，反应器出口温度为580℃，再生剂的温度为705℃。大庆蜡油原料的性质列于表2，催化剂CRP-1的性质列于表1，催化剂由中石化齐鲁催化剂厂生产，具体反应条件见表3-1，反应结果见表3-2，汽油产品性质见表3-3。
具体操作和设备同实施例3-1，原料油和再生剂均匀接触后第一反应段129内进行催化反应，反应温度为582℃，催化剂密度为50千克/米3，反应的油气和催化剂下行进入第二反应段136，继续反应促进低碳烯烃的生成，反应温度为580℃，催化剂密度为89千克/米3，反应完成后油气和待生剂通过横管进入气固快分130实现气剂分离。再生剂在催化剂储存段的停留时间为60秒，催化剂储存段的压力为0.45兆帕，催化剂喷出段出口压力为0.18兆帕，催化剂喷出段出口线速为9.25米/秒，第一反应段的油剂线速为8.16米/秒，第二反应段的油剂线速为5.45米/秒，油剂接触时间为0.12秒，下行式反应器反应时间为2.2秒。
实施例3-3
本实施例以多产液体产品的催化裂化模式进行，反应器为下行管反应器，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂的循环量为360千克/小时，剂油重量比为6，原料的进料温度为280℃，沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，反应器出口温度为500℃，再生剂的温度为690℃。大庆蜡油原料的性质列于表2，催化剂MLC-500的性质列于表1，催化剂由中石化齐鲁催化剂厂生产具体反应条件见表3-1，反应结果见表3-2。具体操作方式如下：
如图3A所示，在催化裂化装置的再生器烧焦段110完成再生的再生剂温度为680℃，经过再生器斜管111进入再生剂汽提器113，再生剂被来自底部的气体水蒸气大部分吹除氧气后依次经过送剂器进剂斜管115、气动开关阀141与送剂器进剂斜管116、气动开关阀142对应进入送剂器117与送剂器118，该过程要求送剂器的压力保持为0.12兆帕低于再生器汽提器113的压力；同时汽提水蒸气从底部持续进入送剂器117、送剂器118的底部吹除剩余氧气，吹除的烟气经过送剂器排气管线137、送剂器排气管线138进入烟道排空，进剂结束后气动开关阀141、气动开关阀142依次关闭，送剂器117、送剂器118顶的压力调节阀143或压力调节阀144控制升高压力为0.68兆帕，为送剂器117、送剂器118向催化剂加速器121的输送提供压力储备，该催化剂加速器121包括催化剂储存段125、加速段126和催化剂喷出段127；在控制送剂器117或送剂器118压力稳定的情况下，打开气动开关阀139或气动开关阀140由输送的水蒸气进入再生剂送剂管线119提供送剂动力，再生剂滑阀120控制再生剂的流量为360千克/小时，并通过再生剂输送管线135持续向催化剂加速器121的催化剂储存段125输送催化剂，提升水蒸气122从催化剂加速器121的催化剂储存段125的底部进入为催化剂的加速提供动力；为了实现送剂过程的连续性，两个送剂器117和118交替操作；催化剂加速器的催化剂储存段125的压力高于催化剂加速器的催化剂喷出段喷嘴127出口的压力，催化剂加速器121的催化剂储存段125的直径远大于加速段126的直径，催化剂储存段125为催化剂的持续稳定提速提供缓冲容积；在催化剂储存段125中提升水蒸气122与再生剂混合，实现了气体对于再生剂的携带作用，再生剂被提升并从顶部反弹溢流到预加速段124；在预加速段124提升气的压力由大变小，体积迅速变大，气体的线速快速升高，同时气体携带催化剂加速直线向下运动，在催化剂加速段126气体的体积继续变大，同时由于管径变小，气体的线速实现了更大的提高，推动再生剂加速到一定高的速度，气体和再生剂最后经过催化剂喷出段127实现了快速线性的均匀分布，原料油+雾化水蒸汽123喷射进入催化剂喷出段127实现了油剂快速接触，在油剂接触段128原料和再生剂均匀接触后，继续在下行管反应器第一反应段129内实现催化反应，反应完成后油气和待生剂通过横管进入气固快分130实现气剂分离，反应油气向上通过反应器沉降段131进入反应器旋风分离器132分离待生剂后去分离单元，气固快分130分离的待生剂和部分沉降的待生剂进入待生汽提器与来自底部的汽提水蒸气吹除吸附的油气后由待生剂滑阀133控制流量，并通过待生剂输送管线134向再生器输送。待生剂在再生器中与来自再生器底部的空气逆流烧焦再生，燃烧烟气在再生器沉降段112沉降后通过再生器旋风分离器114分离出携带的催化剂去热量回收及烟囱排放。
如图3B所示，油剂接触段128的位于原料雾化喷嘴接管148到进入第一反应段129之前的区间，原料雾化喷嘴接管148沿轴线均匀布且与垂线的角度c1为30°，催化剂喷出段的侧壁与垂线所形成的角度b1为30°。催化剂储存段125的内径
Figure GDA0003154377470000201
为106毫米，再生剂通过再生剂接管146进入催化剂储存段，提升气通过提升气接管147进入催化剂储存段，预加速段124的内径
Figure GDA0003154377470000202
为24毫米，催化剂加速段126的直径
Figure GDA0003154377470000203
为16毫米，预加速段124与催化剂加速段126通过缩径段相连，缩径段的侧壁与垂线的角度a1为20°，催化剂喷出段的出口直径
Figure GDA0003154377470000204
为36毫米，催化剂储存段的高度h1-3为800毫米，催化剂储存段顶部为半球面形，直径R1-1为116毫米，预加速段的长度为500毫米，催化剂加速段的长度h1-2为1000毫米，第一反应段的直径为36毫米，第二反应段的直径为48毫米，第一反应段长度为6200毫米，第二反应段长度为4800毫米，横管长度为850毫米。再生剂在催化剂储存段的停留时间为60秒，提升气的表观线速为0.15米/秒，催化剂储存段的压力为0.55兆帕，预加速段出口的压力为0.49兆帕，预加速段出口气体的表观线速为1.8米/秒，催化剂喷出段出口压力为0.18兆帕，催化剂喷出段出口线速为9.6米/秒，油剂接触时间为0.16秒，下行管反应器反应时间为2.1秒。
对比例3-1
本对比例以多产低碳烯烃产品的催化裂解操作模式进行，反应器为下行管反应器，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂为CRP-1的性质列于表1，催化剂的循环量为720千克/小时，剂油重量比为12，原料的进料温度为300℃，沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，下行管反应器出口温度为580℃，再生剂的温度为705℃。本实施例具体反应条件见表3-1，具体反应结果见表3-2，汽油产品性质见表3-3。具体操作如下：
再生催化剂经过再生滑阀进入催化剂输送管线，并输送到反应器顶部的储剂罐，在重力作用下靠滑阀控制流量到下行管式反应器的催化剂储剂段并预提升后向下运动，在油剂接触段实现油剂混合，后油剂继续在下行管式反应器进行反应，反应末端进行气固分离结束反应。预提速段内径为38毫米，预加速来自前后端的压差和重力加速，前后端的压差为10千帕，计算预提速段的表观线速为1.75米/秒，催化剂的横线分布状态较差，向下的纵向垂直度差。原料油和雾化水蒸气经过喷嘴与再生剂混合接触，油剂接触的时间为0.32秒。下行管第一反应段直径为42毫米，末端的油剂表观线速为7.6米/秒，在下行管第二反应段的直径为48毫米，末端的油剂的表观线速为5.2米/秒，经过下行管第二反应段进入缩径段为40毫米，下行管反应段(包括第一反应段、第二反应段)的停留时间为2.3秒；下行管出口连接气固快分，油气进入反应器沉降段，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段。反应油气经过反应器旋风分离器进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀经过待生剂管线进入再生器烧焦再生恢复活性。
对比例3-2
本对比例以多产液体产品的催化裂化操作模式进行，反应器为下行管反应器，以大庆蜡油进料量为60千克/小时的中型装置为例，催化剂为MLC-500的性质列于表1，催化剂的循环量为360千克/小时，剂油重量比为6，原料的进料温度为300℃，沉降器顶和再生器顶的操作压力为150千帕(表压)，提升管反应器出口温度为500℃，再生剂的温度为685℃。本实施例具体反应条件见表3-1，具体反应结果见表3-2。具体操作如下：
再生催化剂经过再生滑阀进入催化剂输送管线，并输送到反应器顶部的储剂罐，在重力作用下靠滑阀控制流量到下行管式反应器的催化剂储剂段并预提升后向下运动，在油剂接触段实现油剂混合，后油剂继续在下行管式反应器进行反应，反应末端进行气固分离结束反应。预提速段内径为38毫米，预加速来自前后端的压差和重力加速，前后端的压差为10千帕，计算预提速段的表观线速为1.68米/秒，催化剂的横线分布状态较差，向下的纵向垂直度差。原料油和雾化水蒸气经过喷嘴与再生剂混合接触，油剂接触的时间为0.30秒。下行管第一反应段直径为36毫米，末端的油剂的表观线速为7.8米/秒，在下行管第二反应段的直径为45毫米，末端的油剂的表观线速为5.3米/秒，经过下行管第二反应段进入缩径段的直径为40毫米，下行管反应段(包括第一反应段、第二反应段)的停留时间为2.4秒；下行管出口连接气固快分，油气进入反应器沉降段，携带油气和焦炭的待生催化剂进入汽提段。反应油气经过反应器旋风分离器进入油气分离单元，吹除油气的待生剂经过待生滑阀经过待生剂管线进入再生器烧焦再生恢复活性。
由表3-1可知，本发明实施例3-1、实施例3-2、实施例3-3的油剂接触的时间分别为0.15、0.12、0.16秒，远低于对比例3-1的0.32秒和对比例3-2的0.30秒；由于对比例3-1和对比例3-2油剂接触后的持续加速时间较长，对比例3-1的反应时间为2.3秒和对比例3-2的反应时间为2.4秒，本发明实施例3-1、实施例3-2、实施例3-3反应时间分别为2.0、2.2、2.1秒，实施例的反应时间低于对比例。
由表3-2可见，对比例3-1的液化气产率为36.47重量％，丙烯产率为16.7重量％，汽油产率为32.42重量％，焦炭产率为8.46重量％。实施例3-1带有催化剂喷射加速器的下行式催化裂解方法，液化气产率为39.5重量％，丙烯产率为20.30重量％，汽油产率为33.12重量％，焦炭产率为7.65重量％；实施例3-2的液化气产率为36.6重量％，丙烯产率为18.80重量％，汽油产率为35.36重量％，焦炭产率为7.12重量％。在同样反应温度和剂油比下，实施例3-2与对比例3-1比较，丙烯产率提高了2.1重量％，汽油产率提高了2.94重量％，焦炭产率降低了1.34重量％。
实施例3-2的丙烯的选择性远高于对比例3-1。
由表3-2可见，对比例3-2的液化气产率为16.23重量％，丙烯产率为5.20重量％，汽油产率为49.34重量％，焦炭产率为5.43重量％，(H2－C2)产率为1.87重量％；实施例3-3的液化气产率为15.57重量％，丙烯产率为5.50重量％，汽油产率为52.60重量％，焦炭产率为4.51重量％，(H2－C2)产率为1.58重量％；在同样反应温度和剂油比下，实施例3-3与对比例3-2比较，汽油产率提高了重量3.26％，丙烯产率提高了0.3重量％，焦炭产率降低了0.92重量％。
由表3-3可见，对比例3-1的汽油折光指数(nD20)为1.4588，实施例3-2的汽油折光指数(nD20)为1.4572；对比例3-1中汽油的体积族组成的饱和烃为30.8％，烯烃为29.7％，芳香烃为39.5％，实施例3-2中汽油的饱和烃为30.5％，烯烃为31.1％，芳香烃为38.4％；对比例3-1中汽油的C含量为87.66重量％，H含量为12.33重量％，实施例3-2中汽油的C含量为87.55重量％，H含量为12.44重量％，实施例3-2的汽油性质要好于对比例。
从实施例与对比例的对比可知，本发明的带有加速段和送剂器的下行管反应设备可以实现催化剂的线性且均匀的高速度提高油剂接触效率，提高催化剂输送能力，可以实现更大剂油比的操作。由前述的实施例3-1、实施例3-2、实施例3-3和对比例3-1、对比例3-2对比表明，本发明的方法可以降低非目的产物焦炭、干气的产率，可以提高丙烯、汽油的产率，可以提高汽油的性质，具有更高的经济效益。
以上结合附图详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
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，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1催化剂性质
催化剂 MLC-500 CRP-1
微反活性(MA) 64 64
RE<sub>2</sub>O<sub>3</sub>，重量％ 1.7 0.03
AL<sub>2</sub>O<sub>3</sub>，重量％ 56.1 54.2
比表面积，米<sup>2</sup>/克 133 160
孔体积(水滴法)，毫升/克 0.35 0.26
表观密度，克/毫升 0.76 0.86
粒度分布 重量％ 重量％
0-20微米 2.1 6.2
0-40微米 22 42
0-80微米 72 78
0-105微米 86.2 92
0-149微米 95.6 97.6
平均粒径(ASP)，微米 59.2 50.3
活性组分种类 Y Y，ZSM-5
*催化剂在使用前先在790℃，100％水蒸气的条件下老化16小时。
表2原料油性质
原料油 大庆蜡油
密度，克/厘米<sup>3</sup> 0.8977
运动粘度，毫米<sup>2</sup>/秒80℃ 26.81
运动粘度，毫米<sup>2</sup>/秒100℃ 15.13
凝点，℃ 46
苯胺点，℃
残炭，重量％ 1.93
折光指数n<sub>D</sub><sup>70</sup> 1.4838
元素组成，重量％
C 86.28
H 12.81
S 0.70
N 0.17
族组成，重量％
饱和烃 64.3
芳烃 26.9
胶质 8.7
沥青质 0.1
金属含量，微克/克
Fe 3.5
Ni 2.1
Cu <0.1
V 0.1
Na 1.1
Ca 1.8
馏程，℃
初馏点 312
5体积％ 380
10体积％ 402
30体积％ 457
50体积％ 504
70体积％ 562
90体积％ 564(70.5体积％)
表1-1送剂器和汽提器的具体操作条件
Figure GDA0003154377470000251
表2-1操作条件
实施例编号 实施例2-1 对比例2-1 实施例2-2 对比例2-2
催化剂 MLC-500 MLC-500 CRP-1 CRP-1
反应压力，兆帕(表压) 0.15 0.15 0.13 0.13
提升管出口温度，℃ 495 495 560 560
剂油重量比 6.0 6.0 12 12
油剂接触时间，秒 0.1 0.6 0.15 0.62
提升管反应时间，秒 1.9 2.2 2.2 2.5
水油重量比，重量％ 6.0 6.0 25.0 25.0
原料预热温度，℃ 300 300 280 300
第一反应段反应温度，℃ 500 502 563 565
表2-2产品分布
实施例编号 实施例2-1 对比例2-1 实施例2-2 对比例2-2
产品收率，重量％
H<sub>2</sub>S 0.30 0.28 0.38 0.34
H<sub>2</sub>－C<sub>2</sub> 1.56 1.93 4.46 5.2
C<sub>3</sub>－C<sub>4</sub> 15.36 16.79 33.52 33.23
C<sub>5+</sub>汽油 51.54 48.41 37.22 35.44
柴油 17.41 16.61 12.34 12.4
重油 8.81 9.86 4.52 4.72
焦炭 4.52 5.61 7.02 8.11
损失 0.50 0.50 0.54 0.56
总计 100.00 100.00 100.00 100.00
转化率，重量％ 73.28 73.03 82.60 82.32
乙烯，重量％ 0.55 0.58 2.24 2.32
丙烯，重量％ 5.4 5.0 16.5 14.1
总丁烯，重量％ 6.3 6.1 9.4 8.9
液化气+汽油+柴油，重量％ 84.31 81.81 83.08 81.07
表2-3汽油产品性质
项目名称 实施例2-2 对比例2-2
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.7930 0.7971
折光指数，(n<sub>D</sub><sup>20</sup>) 1.4559 1.4571
初馏点℃ 40.5 41.0
终馏点，℃ 198.5 201.0
饱和烃，体积％ 32.4 32.8
烯烃，体积％ 32.2 30.7
芳烃，体积％ 35.4 36.5
实际胶质毫克/100毫升 <2 <2
硫醇性硫，微克/克 9 11
二烯值，克I<sub>2</sub>/100克 0.7 0.8
诱导期，分钟 560 520
S含量，毫克/升 207 251
N含量，毫克/升 14 20
Br价 52 52.5
C，重量％ 87.43 87.54
H，重量％ 12.56 12.45
RON 95.5 94.1
MON 85.4 84.2
表3-1操作条件
实施例编号 实施例3-1 实施例3-2 对比例3-1 实施例3-3 对比例3-2
催化剂 CRP-1 CRP-1 CRP-1 MLC-500 MLC-500
反应压力，兆帕(表压) 0.15 0.15 0.15 0.15 0.15
反应器出口温度，℃ 580 580 580 500 500
总剂油重量比 15 12 12 6.0 6.0
油剂接触段时间，秒 0.15 0.12 0.32 0.16 0.30
反应时间，秒 2.0 2.2 2.3 2.1 2.4
水油重量比，重量％ 25.0 25.0 25.0 6.0 6.0
原料温度，℃ 260 280 300 300 300
第一反应段反应温度，℃ 582 582 582 505 505
表3-2产品分布
实施例编号 实施例3-1 实施例3-2 对比例3-1 实施例3-3 对比例3-2
产品收率，重量％
H<sub>2</sub>S 0.47 0.42 0.32 0.31 0.29
H<sub>2</sub>－C<sub>2</sub> 6.33 5.25 6.19 1.58 1.87
C<sub>3</sub>－C<sub>4</sub> 39.5 36.6 36.47 15.57 16.23
C<sub>5+</sub>汽油 33.12 35.36 32.42 52.6 49.34
柴油 9.18 10.81 11.25 17.11 17.57
重油 3.23 4.03 4.31 7.86 8.77
焦炭 7.65 7.12 8.46 4.51 5.43
损失 0.52 0.41 0.58 0.46 0.50
总计 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00
转化率，重量％ 87.07 84.75 83.86 74.57 73.16
乙烯，重量％ 3.45 2.58 2.63 0.45 0.55
丙烯，重量％ 20.30 18.80 16.70 5.50 5.20
总丁烯，重量％ 11.64 10.73 10.43 6.32 6.24
液化气+汽油+柴油，重量％ 81.80 82.77 80.14 85.28 83.14
表3-3汽油产品性质
项目名称 实施例3-2 对比例3-1
密度(20℃)，克/厘米<sup>3</sup> 0.7889 0.7901
折光指数，(n<sub>D</sub><sup>20</sup>) 1.4572 1.4588
馏程，℃
初馏点，℃ 38.5 39.0
终馏点，℃ 198.5 201.0
饱和烃，体积％ 30.5 30.8
烯烃，体积％ 31.1 29.7
芳烃，体积％ 38.4 39.5
硫醇性硫，微克/克 6 16
二烯值，克I<sub>2</sub>/100克 0.6 0.9
诱导期，分钟 620 540
S含量，毫克/升 185 237
N含量，毫克/升 12 19
Br价 50 53
C，重量％ 87.55 87.66
H，重量％ 12.44 12.33
RON 96.2 95.5
MON 86.4 85.6

Claims (18)

1.一种催化反应设备，该设备包括管式反应器、用于增加送入所述管式反应器中催化剂物料压力的送剂器、再生器和油剂分离装置；
按照反应物料的流向，所述管式反应器依次设置有流体连通的催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段，所述催化剂加速段的内径小于催化剂储存段和油剂接触段的内径；
所述催化剂储存段设置有提升气入口和催化剂入口，所述催化剂喷出段或油剂接触段设置有原料油入口，所述反应段设置有油剂出口，所述油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，所述送剂器设置有催化剂入口、催化剂出口、加压气入口和加压气出口；
所述送剂器的催化剂出口与所述催化剂储存段的催化剂入口流体连通，所述送剂器的催化剂入口与再生器的催化剂出口流体连通，所述油剂分离装置的油剂入口与所述反应段的油剂出口流体连通，所述油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。
2.根据权利要求1所述的设备，其中，所述管式反应器为提升管反应器；
所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段由下至上依次设置，所述催化剂储存段的提升气入口设置于所述催化剂储存段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口设置于催化剂储存段下部，所述原料油入口设置于所述油剂接触段下部，所述反应段的油剂出口设置于所述反应段顶部。
3.根据权利要求2所述的设备，其中，所述催化剂储存段的内径由中间向两端逐渐缩小。
4.根据权利要求1所述的设备，其中，所述管式反应器为下行管反应器；
所述催化剂储存段、催化剂加速段、催化剂喷出段、油剂接触段和反应段由上至下依次设置，所述原料油入口设置于所述催化剂喷出段，所述反应段的油剂出口设置于所述反应段底部；
所述催化剂加速段顶部连接有预加速段，所述预加速段由下至上伸入所述催化剂储存段中，且所述催化剂储存段以所述预加速段的顶端为界分为上半段和下半段，所述催化剂储存段的提升气入口设置于所述下半段的底部，所述催化剂储存段的催化剂入口设置于所述下半段的侧面；所述预加速段的内径大于所述催化剂加速段的内径，小于所述催化剂储存段的内径。
5.根据权利要求1所述的设备，其中，所述送剂器设置为交替操作的至少两个。
6.根据权利要求1所述的设备，其中，所述设备还包括再生剂汽提器，所述再生剂汽提器设置有用于流体连通再生器催化剂出口的开口、汽提气入口和催化剂出口，所述再生剂汽提器的催化剂出口流体连通所述送剂器的催化剂入口。
7.根据权利要求1所述的设备，其中，所述送剂器的加压气出口处设置有过滤器。
8.根据权利要求1所述的设备，其中，所述催化剂储存段的内径与催化剂加速段的内径比例为3-10；
所述催化剂加速段的长度与内径的比例为20-100。
9.根据权利要求1所述的设备，其中，所述油剂接触段的原料油入口的喷射方向与油剂接触段的轴向所形成的角度为15-60°。
10.根据权利要求1所述的设备，其中，按照反应物料的流向，所述反应段依次包括流体连通的第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径大于第一反应段和油剂接触段的内径。
11.根据权利要求10所述的设备，其中，所述第一反应段的内径与第二反应段的内径的比例为1：(1.1-2)，长度比例为0.3-2。
12.一种采用权利要求1-11中任意一项所述的设备进行催化反应的方法，该方法包括：
将来自再生器的再生催化剂引入送剂器中采用加压气进行加压，得到加压后催化剂；
将加压后催化剂引入管式反应器的催化剂储存段中与提升气混合后，依次经催化剂加速段和催化剂喷出段喷入油剂接触段和反应段中与原料油接触并进行催化反应，得到油剂混合物；
将所得油剂混合物引入油剂分离装置进行油剂分离，得到反应油气和待生催化剂；
将所得待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂。
13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述送剂器中加压的条件包括：压力为0.2-3.0兆帕，温度为550-760℃；
所述催化剂储存段的条件包括：压力为0.2-2.0兆帕，温度为550-760℃，催化剂停留时间为10-200秒；
所述催化剂喷出段的条件包括：压力为50-600千帕，催化剂和提升气的线速为5-30米/秒，温度为550-760℃，催化剂储存段的压力比催化剂喷出段的压力高0.1-1.0兆帕。
14.根据权利要求12所述的方法，其中，所述提升气为水蒸气；所述反应段的反应条件包括：压力为0-0.5兆帕，温度为450-680℃，剂油重量比为4-50，水油重量比为3-60重量％；
所述再生器的再生条件包括：温度为600-760℃，压力为0-0.5兆帕。
15.根据权利要求12所述的方法，其中，若所述反应段包括第一反应段和第二反应段，所述第一反应段的催化剂密度为20-120千克/米3，第二反应段的催化剂密度为30-180千克/米3。
16.根据权利要求12所述的方法，其中，所述原料油为选自渣油、减压蜡油、加氢蜡油、原油、焦化蜡油、脱沥青油、页岩油和费托合成油中的一种或多种。
17.根据权利要求12所述的方法，其中，所述再生催化剂为分子筛催化剂或无定型硅铝催化剂，所述分子筛催化剂包括活性组分和载体，所述活性组分包括含或不含稀土的Y型分子筛/或ZSM-5系列沸石。
18.根据权利要求17所述的方法，其中，所述Y型分子筛为HY型分子筛和/或超稳Y型分子筛。
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* Cited by examiner, † Cited by third party
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CN100409936C (zh) * 2005-04-29 2008-08-13 中国石油化工股份有限公司 石油烃催化裂化反应器
CN102827635B (zh) * 2011-06-15 2014-04-02 石宝珍 一种催化裂化方法及装置
CN104974783A (zh) * 2014-04-08 2015-10-14 中石化洛阳工程有限公司 一种催化裂化方法
CN105562120B (zh) * 2014-10-16 2018-09-28 中国石油化工股份有限公司 一种裂化催化剂的分批加剂、连续老化方法
US9732290B2 (en) * 2015-03-10 2017-08-15 Uop Llc Process and apparatus for cracking hydrocarbons with recycled catalyst to produce additional distillate

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