CN111748371B - 双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置 - Google Patents

双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置 Download PDF

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Abstract

本发明公开了双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置，涉及石油炼制技术领域。双反应器双催化剂的催化裂化方法，包括如下步骤：将重质油与重质油催化剂在第一反应器中反应得到第一反应产物；将轻烃原料、甲醇和轻烃催化剂在第二反应器中反应得到第二反应产物；将第一反应产物和第二反应产物混合后进行气固分离得到烯烃产品和待生催化剂；轻烃催化剂的温度小于或等于650℃。用于实施上述催化裂化方法的催化裂化装置，有利于增加轻烃裂解的深度，提高低碳烯烃的产率，利用甲醇在反应中的放热有利于节省装置的能耗。

Description

双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置
技术领域
本发明涉及石油炼制技术领域，且特别涉及双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置。
背景技术
目前，催化裂化装置生产了车用汽油的70％，车用柴油的30％。在中国炼油企业从“燃料型”向“化工型”转型的大背景下，催化裂化装置作为炼油企业利润最重要的来源之一，承担着为炼油企业继续赚取利润的责任，这要求催化裂化工艺需要进行技术升级以适应于新的市场形势。催化裂化工艺的技术升级主要有两个方向，一是多产以丙烯为主的低碳烯烃，另一个是以多产BTX为主的芳烃。采用重质油和轻烃为原料通过催化裂化生产低碳烯烃具备很好的市场应用价值，是炼油企业重要的利润来源。
重油大分子的裂化需要的催化剂孔径较大，而轻油小分子的裂化需要的催化剂孔径较小。而对于同一种催化剂，要想同时兼顾以上各种性能是很难做到的，常常顾此失彼。为了弥补同一种催化剂不能兼顾多种性能的缺陷，目前的做法是使用两种催化剂，如USY和ZSM系列催化剂的混合使用，通过加入ZSM系列催化剂来增强小分子的二次反应，以增产低碳烯烃。
但是，现有的双催化剂体系下，由于轻烃裂解的难度较高，仍然存在着低碳烯烃产率低的问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，旨在提升轻烃裂解的程度，增加低碳烯烃的产率。
本发明的另一目的在于提供一种催化裂化装置，其有利于提升轻烃裂解的程度，增加低碳烯烃的产率。
本发明解决其技术问题是采用以下技术方案来实现的。
本发明提出了一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，包括如下步骤：
将重质油与重质油催化剂在第一反应器中反应得到第一反应产物；将轻烃原料、甲醇和轻烃催化剂在第二反应器中反应得到第二反应产物；将第一反应产物和第二反应产物混合后进行气固分离得到烯烃产品和待生催化剂；
轻烃催化剂的温度小于或等于650℃。
本发明还提出一种用于实施上述双反应器双催化剂的催化裂化方法的催化裂化装置，包括用于进行重质油反应的第一反应器、用于进行轻烃原料反应的第二反应器和用于对反应产物进行气固分离的沉降器；第一反应器上设置有重质油进料口和重质油催化剂进料口，第二反应器上设置有轻烃原料进口、甲醇原料进口和轻烃催化剂进料口；第一反应器和第二反应器的出料口与沉降器的进料口连通。
本发明实施例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法的有益效果是：其通过重质油和轻烃原料分别在重质油催化剂和轻烃催化剂的催化作用下进行催化裂化，将催化裂化的产物分离之后得到烯烃产品和待生催化剂。
发明人创造性地将甲醇引入用于轻烃原料反应的第二反应器中，与较低温度的轻烃催化剂接触反应，具有两方面的优点：(1)具有反应上的耦合。使甲醇转化产生低碳烯烃，易进行的甲醇转化反应会带动不宜进行的轻烃裂解反应，降低轻烃裂解反应的难度，进一步提高低碳烯烃产率。(2)具有能量上的耦合。轻烃裂化反应为强吸热反应，甲醇转化放出的热量与轻烃裂解吸收的热量相互抵消，无需取热器取热，同时又能使流化床反应器内保持较高的温度，高温有利于裂化反应的进行，可以提高轻烃裂解的深度，生产更多的低碳烯烃。
本发明实施例还提供一种用于实施上述催化裂化方法的催化裂化装置，其通过在第一反应器中进行重质油的反应，并在反应中引入甲醇，在第二反应器中进行轻烃原料的反应，将反应完成后的产物通过沉降器进行气固分离，得到烯烃产品和待生催化剂。有利于增加轻烃裂解的深度，提高低碳烯烃的产率，利用甲醇在反应中的放热有利于节省装置的能耗。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为本发明实施例提供的催化裂化装置；
图2为本发明对比例1提供的催化裂化装置；
图3为本发明对比例2提供的催化裂化装置。
图标：100-催化裂化装置；001-重质油进料口；002-再生斜管；003-轻烃原料进口；004-甲醇原料进口；005-提升干气；006-再生斜管；007-再生剂管线；008-提升干气；009-再生剂斜管；110-第一反应器；120-第二反应器；130-沉降器；131-气固分离段；132-汽提段；133-沉降器旋风分离器；134-集气室；135-出料管；136-反应产物管线；140-再生器；141-再生器旋风分离器；143-再生器换热器；150-颗粒分离器。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
下面对本发明实施例提供的双反应器双催化剂的催化裂化方法及催化裂化装置进行具体说明。
本发明实施例提供了一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，包括如下步骤：将重质油和轻烃原料先分别反应，再将反应形成的产物进行气固分离得到烯烃产品和待生催化剂。
S1、重质油反应
将重质油与重质油催化剂在第一反应器中反应得到第一反应产物，重质油催化剂被提升干气携带与重质油接触发生催化裂产生低碳烯烃，如乙烯、丙烯等。
为进一步提升低碳烯烃的产率，发明人对第一反应器的操作参数进行了优化。第一反应器的反应温度为480-530℃，反应压力为0.1-0.3MPa，第一反应器的剂油比为5-9。其中，剂油比是指催化剂和重质油的重量比。
进一步地，第一反应器为提升管反应器，且第一反应器的反应时间为2-4s，重质油的氢含量为9.5-12.5％，残炭量为1-7％。
发明人对重质油催化剂的组成进行了进一步优化，以提升催化裂化的速率和裂化深度。重质油催化剂包括Y型分子筛催化剂和ZSM系列分子筛催化剂，以质量分数计，Y型分子筛催化剂的占比为70-95％(占重质油催化剂总量的比例)，少量加入ZSM系列分子筛催化剂有利于进一步提升烯烃的产率。
进一步地，重质油催化剂的堆积密度为0.8-1.6g/cm3，优选为0.9-1.3g/cm3；重质油催化剂的平均粒径为80-600μm，优选为100-200μm；重质油催化剂大于80μm粒径的颗粒占总量的60-100wt％，优选为80-100wt％。发明人通过进一步优化重质油催化剂的堆积密度、平均粒径和大颗粒催化剂的占比，使重质油催化剂和重质油更好地接触，提升催化效果。
S2、轻烃反应
将轻烃原料、甲醇和轻烃催化剂在第二反应器中反应得到第二反应产物；轻烃催化剂的温度小于或等于650℃，轻烃催化剂被提升干气携带与轻烃原料接触。发明人创造性地将甲醇引入用于轻烃原料反应的第二反应器中，与较低温度的轻烃催化剂接触反应，具有两方面的优点：(1)具有反应上的耦合。使甲醇转化产生低碳烯烃，易进行的甲醇转化反应会带动不宜进行的轻烃裂解反应，降低轻烃裂解反应的难度，进一步提高低碳烯烃产率。(2)具有能量上的耦合。轻烃裂化反应为强吸热反应，甲醇转化放出的热量与轻烃裂解吸收的热量相互抵消，无需取热器取热，同时又能使流化床反应器内保持较高的温度，高温有利于裂化反应的进行，可以提高轻烃裂解的深度，生产更多的低碳烯烃。
需要补充的是，轻烃催化剂一般来自于再生器中，其温度一般较高，在通入第二反应器之前发明人创造性地进行分离使催化剂降温，防止催化剂温度过高与甲醇接触使甲醇过裂化，不生产低碳烯烃而是生成低价值的一氧化碳和氢气，同时甲醇裂解所放出的巨量热能需要庞大的取热器取走多余的热量。
进一步地，以质量分数计，在甲醇和轻烃原料形成的总原料中，甲醇的占比为20-80％；优选为40-60％。甲醇的用量控制在上述范围内，能够最大程度上实现反应耦合和能量耦合，显著提升低碳烯烃的产率。
为了提升轻烃原料的裂解深度，发明人对第二反应器的操作参数进行了优化。第二反应器的反应温度为530-600℃，反应压力为0.1-0.3MPa，剂油比为9-30；第二反应器为流化床反应器，且第二反应器的反应时间为3-10秒；轻烃原料的终馏点为60-200℃。
进一步地，轻烃催化剂为ZSM系列分子筛催化剂，采用ZSM系列分子筛催化剂更适合于轻烃裂解，ZSM系列分子筛催化剂的堆积密度为0.4-0.7g/cm3，优选为0.5-0.65g/cm3；ZSM系列分子筛催化剂的平均粒径为20-80nm，优选为40-60nm；ZSM系列分子筛催化剂在30-50μm粒径范围内的颗粒占重量的60-100wt％，优选为80-100wt％。发明人通过进一步优化轻烃催化剂的堆积密度、平均粒径和粒径范围，使重质油催化剂和重质油更好地接触，提升催化效果。
S3、分离再生
将第一反应产物和第二反应产物混合后进行气固分离得到烯烃产品和待生催化剂。在一些实施例中，还包括将待生催化剂进行再生之后再进行分离得到再生重质油催化剂和再生轻烃催化剂，将再生重质油催化剂通入第一反应器中，将再生轻烃催化剂通入第二反应器中。通过催化剂的再生分离，实现催化剂的循环利用，一般分离之后的再生轻烃催化剂的温度小于或等于650℃，使防止催化剂温度过高导致甲醇过裂化。
具体地，待生催化剂进行再生的温度为600-800℃，优选为650-750℃；待生催化剂在进行再生之前进行汽提。催化剂再生过程可以参照现有技术的介绍，在此不做过多赘述。
需要补充的是，本申请实施例中再生之后的催化剂分离过程采用颗粒分离器进行，该装置仅为功能性命名，其可以是现有装置，可以根据粒径或密度进行筛分的装置，其具体结构不限制。或者，在其他实施例中也可以采用装置分离结合人工手动分离。
请参照图1，本发明实施例还提供了一种用于实施上述双反应器双催化剂的催化裂化方法的催化裂化装置100，包括用于进行重质油反应的第一反应器110、用于进行轻烃原料反应的第二反应器120和用于对反应产物进行气固分离的沉降器130；第一反应器110上设置有重质油进料口001和重质油催化剂进料口(图未示)，第二反应器120上设置有轻烃原料进口003、甲醇原料进口004和轻烃催化剂进料口(图未示)；第一反应器110和第二反应器120的出料口与沉降器130的进料口连通。
具体地，重质油进料口001对应重油输送管线和第一反应器110的连接处，轻烃原料进口003对应轻烃原料输送管线和第二反应器120的连接处，甲醇原料进口004对应甲醇原料输送管线和第二反应器120的连接处。
在一些实施例中，催化裂化装置100还包括用于对待生催化剂进行再生的再生器140和用于对再生催化剂进行分离的颗粒分离器150；沉降器130的固体出料口与再生器140连通，再生器140的出料口与颗粒分离器150的进料口连通；颗粒分离器150具有第一出料口和第二出料口(图未示)，第一出料口与第一反应器110的重质油催化剂进料口连通，第二出料口与第二反应器120的轻烃催化剂进料口连通。经过再生器140再生之后的再生催化剂在颗粒分离器150进行分离，然后分别返回第一反应器110和第二反应器120。
需要补充的是，再生器140和颗粒分离器150为现有装置，其结构和工作原理在此不做过多赘述。再生器140上还连接有再生器换热器143用于对再生器140进行供热。
具体地，沉降器130包括自上而下的气固分离段131和用于对气固分离之后的固体进行汽提的汽提段132，汽提段132伸入再生器140中；气固分离段131的腔体内设置有沉降器旋风分离器133，气固分离段131的顶部设置有集气室134，气固分离段131的顶部出气口与集气室134的进气口连通，分离之后的气体产物收集在集气室134中，通过反应产物管线136通入下一工序。沉降器旋风分离器133为顶旋和粗旋结合工作，能够充分地将气体产物和催化剂进行分离。
进一步地，汽提段132的底部连接有出料管135，出料管135的底部延伸至再生器140的腔体底部，再生器140的腔体内设置有再生器旋风分离器141，再生器旋风分离器141的底部出料口延伸至再生器140的腔体底部，且再生器旋风分离器141的底部出料口高于出料管135的底部。
催化裂化装置100的工作原理如下：重油经过重油原料进料管线从重质油进料口001进入第一反应器110，与被提升干气005携带的催化剂接触，发生催化裂化反应，反应产物与催化剂一起进入沉降器130内，经过沉降器旋风分离器133实现反应产物与待生催化剂的分离，待生催化剂经过汽提段132汽提后经过料腿进入再生器140内，再生催化剂通过再生斜管006进入再生剂管线007，被提升干气008携带进入颗粒分离器150，再生剂中较重的催化剂经过再生剂斜管009进入第一反应器110底部，较轻的再生催化剂与提升干气008一起进入第二反应器120，与轻烃与甲醇接触发生反应，反应产物与待生催化剂进入沉降器130内，经过沉降器旋风分离器133实现反应产物与待生催化剂的分离，所述反应产物进入集气室134后经过反应产物管线136进入下一操作单元。
以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。
实施例1
本实施例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其采用图1中的催化裂化装置，重油进料为常压蜡油，常压蜡油性质见表1，轻烃进料为直馏石脑油，性质见表2。Y型催化剂堆密度为0.9g/cm3，平均粒径200μm；ZSM系列分子筛催化剂堆密度为0.5g/cm3，平均粒径40μm；Y型催化剂与ZSM系列分子筛催化剂质量比为7:3。
重油反应器(第一反应器)加工量为100万吨/年，重油出口温度为510℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为7，反应时间3s；流化床反应器(第二反应器)加工轻烃32万吨/年，加工甲醇32万吨/年，流化床反应器出口温度为600℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为20，反应时间8s；再生器的再生温度为700℃。
表1重油原料性质
Figure GDA0003464196660000101
Figure GDA0003464196660000111
表2直馏石脑油性质
Figure GDA0003464196660000112
Figure GDA0003464196660000121
实施例2
本实施例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其采用图1中的催化裂化装置，与实施例1不同之处在于参数的控制：
Y型催化剂堆密度为0.8g/cm3，平均粒径400μm；ZSM系列分子筛催化剂堆密度为0.4g/cm3，平均粒径620μm；Y型催化剂与ZSM系列分子筛催化剂质量比为7:3。
重油反应器(第一反应器)加工量为100万吨/年，重油出口温度为480℃，反应压力为0.1MPa，剂油比为5，反应时间2s；流化床反应器(第二反应器)加工轻烃32万吨/年，加工甲醇32万吨/年，流化床反应器出口温度为530℃，反应压力为0.1MPa，剂油比为9，反应时间3s；再生器的再生温度为700℃。
实施例3
本实施例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其采用图1中的催化裂化装置，与实施例1不同之处在于参数的控制：
Y型催化剂堆密度为1.6g/cm3，平均粒径600μm；ZSM系列分子筛催化剂堆密度为0.7g/cm3，平均粒径80μm；Y型催化剂与ZSM系列分子筛催化剂质量比为7:3。
重油反应器(第一反应器)加工量为100万吨/年，重油出口温度为530℃，反应压力为0.3MPa，剂油比为9，反应时间4s；流化床反应器(第二反应器)加工轻烃32万吨/年，加工甲醇32万吨/年，流化床反应器出口温度为600℃，反应压力为0.3MPa，剂油比为30，反应时间10s；再生器的再生温度为700℃。
对比例1
本对比例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其采用图2中的装置，不引入甲醇至第二反应器中，并将第二反应器改为提升管反应器。第一反应器条件与实施例1相同，第二反应器加工轻烃32万吨/年，反应器出口温度为550℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为13，其他参数参照实施例1。
对比例2
本对比例提供一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其采用图3中的装置。
Y型催化剂堆密度为0.7g/cm3，平均粒径50μm；ZSM系列分子筛催化剂堆密度为0.7g/cm3，平均粒径50μm；Y型催化剂与ZSM系列分子筛催化剂质量比为7:3。
重油反应器(第一反应器)加工量为100万吨/年，重油出口温度为510℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为7，反应时间3s；提升管反应器(第二反应器)加工轻烃32万吨/年，反应器出口温度为550℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为12，反应时间3s；再生器的再生温度为700℃。
图3中装置的工作原理如下：重油经过重油原料进料管线从重质油进料口001进入第一反应器110，与被提升干气005携带的催化剂接触，发生催化裂化反应，反应产物与催化剂一起进入沉降器130内，经过沉降器旋风分离器133实现反应产物与待生催化剂的分离，所述待生催化剂经过汽提段132汽提后经过料腿进入再生器140内，一部分再生催化剂通过再生斜管002进入第一反应器110底部，一部分再生催化剂通过再生斜管006进入第二反应器120底部；反应产物进入集气室134后经过反应产物管线136进入下一操作单元。
试验例1
采用测试实施例1-3和对比例1-2中的产品分布数据，测试结果见表3。
表3产品分布对比
Figure GDA0003464196660000151
从表3数据对比情况可见，实施例1的乙烯和丙烯产率达到18.78％重量，实施例2的乙烯和丙烯产率达到14.34％重量，实施例3的乙烯和丙烯产率达到19.32％重量，对比例1的乙烯和丙烯产率达到13.56％重量，对比例2的乙烯和丙烯产率达到10.48％重量。
对比实施例1和对比例1可知，甲醇的引入能够进一步增加轻烃裂解深度，提高低碳烯烃的产率。对比对比例1和对比例2可知，重质油和轻烃原料分别在两个不同类型的反应器中与两种不同的催化剂接触反应，实现原料、催化剂、反应器、工艺条件四者的高度匹配，可以显著提高目标产物产率。
综上所述，本发明提供的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其通过重质油和轻烃原料分别在重质油催化剂和轻烃催化剂的催化作用下进行催化裂化，将催化裂化的产物分离之后得到烯烃产品和待生催化剂。发明人创造性地将甲醇引入用于轻烃原料反应的第二反应器中，与较低温度的轻烃催化剂接触反应，实现了反应上的耦合和能量上的耦合，降低轻烃裂解反应的难度，进一步提高低碳烯烃产率。
本发明还提供的一种用于实施上述催化裂化方法的催化裂化装置，其通过在第一反应器中进行重质油的反应，并在反应中引入甲醇，在第二反应器中进行轻烃原料的反应，将反应完成后的产物通过沉降器进行气固分离，得到烯烃产品和待生催化剂。有利于增加轻烃裂解的深度，提高低碳烯烃的产率，利用甲醇在反应中的放热有利于节省装置的能耗。
以上所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

Claims (28)

1.一种双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，包括如下步骤：
将重质油与重质油催化剂在第一反应器中反应得到第一反应产物；将轻烃原料、甲醇和轻烃催化剂在第二反应器中反应得到第二反应产物；将所述第一反应产物和所述第二反应产物混合后进行气固分离得到烯烃产品和待生催化剂；
将所述待生催化剂进行再生之后再进行分离得到再生重质油催化剂和再生轻烃催化剂，将所述再生重质油催化剂通入所述第一反应器中，将所述再生轻烃催化剂通入所述第二反应器中；分离之后的所述再生轻烃催化剂的温度小于或等于650℃；
所述轻烃催化剂的温度小于或等于650℃，所述轻烃催化剂为ZSM系列分子筛催化剂，ZSM系列分子筛催化剂的堆积密度为0.4-0.7g/cm3，ZSM系列分子筛催化剂的平均粒径为20-80μm；所述重质油催化剂包括Y型分子筛催化剂和ZSM系列分子筛催化剂，以质量分数计，所述Y型分子筛催化剂的占比为70-95％；所述重质油催化剂的堆积密度为0.8-1.6g/cm3，所述重质油催化剂的平均粒径为80-600μm。
2.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述待生催化剂进行再生的温度为600-800℃。
3.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述待生催化剂进行再生的温度为650-750℃。
4.根据权利要求3所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述待生催化剂在进行再生之前进行汽提。
5.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，以质量分数计，在甲醇和所述轻烃原料形成的总原料中，甲醇的占比为20-80％。
6.根据权利要求5所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，以质量分数计，在甲醇和所述轻烃原料形成的总原料中，甲醇的占比为40-60％。
7.根据权利要求6所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第二反应器的反应温度为530-600℃。
8.根据权利要求7所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第二反应器的反应压力为0.1-0.3MPa。
9.根据权利要求8所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第二反应器的剂油比为9-30。
10.根据权利要求9所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第二反应器为流化床反应器，且所述第二反应器的反应时间为3-10秒。
11.根据权利要求10所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃原料的终馏点为60-200℃。
12.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，ZSM系列分子筛催化剂的堆积密度为0.5-0.65g/cm3。
13.根据权利要求12所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，ZSM系列分子筛催化剂的平均粒径为40-60μm。
14.根据权利要求13所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，ZSM系列分子筛催化剂在40-60μm粒径范围内的颗粒占重量的60-100wt％。
15.根据权利要求14所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，ZSM系列分子筛催化剂在40-60μm粒径范围内的颗粒占重量的80-100wt％。
16.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃催化剂被提升干气携带与轻烃原料接触。
17.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第一反应器的反应温度为480-530℃。
18.根据权利要求17所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第一反应器的反应压力为0.1-0.3MPa。
19.根据权利要求18所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第一反应器的剂油比为5-9。
20.根据权利要求19所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述第一反应器为提升管反应器，且所述第一反应器的反应时间为2-4s。
21.根据权利要求1所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油的氢含量为9.5-12.5％，残炭量为1-7％。
22.根据权利要求21所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油催化剂的堆积密度为0.9-1.3g/cm3。
23.根据权利要求22所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油催化剂的平均粒径为100-200μm。
24.根据权利要求23所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油催化剂大于80μm粒径的颗粒占总量的60-100wt％。
25.根据权利要求24所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油催化剂大于80μm粒径的颗粒占总量的80-100wt％。
26.根据权利要求25所述的双反应器双催化剂的催化裂化方法，其特征在于，所述重质油催化剂被提升干气携带与重质油接触。
27.一种用于实施权利要求1-26中任一项所述双反应器双催化剂的催化裂化方法的催化裂化装置，其特征在于，包括用于进行重质油反应的第一反应器、用于进行轻烃原料反应的第二反应器和用于对反应产物进行气固分离的沉降器；所述第一反应器上设置有重质油进料口和重质油催化剂进料口，所述第二反应器上设置有轻烃原料进口、甲醇原料进口和轻烃催化剂进料口；所述第一反应器和所述第二反应器的出料口与所述沉降器的进料口连通；
还包括用于对待生催化剂进行再生的再生器和用于对再生催化剂进行分离的颗粒分离器；所述沉降器的固体出料口与所述再生器连通，所述再生器的出料口与所述颗粒分离器的进料口连通；所述颗粒分离器具有第一出料口和第二出料口，所述第一出料口与所述第一反应器的重质油催化剂进料口连通，所述第二出料口与所述第二反应器的轻烃催化剂进料口连通。
28.根据权利要求27所述的催化裂化装置，其特征在于，所述沉降器包括自上而下的气固分离段和用于对气固分离之后的固体进行汽提的汽提段，所述汽提段伸入所述再生器中；
所述汽提段的底部连接有出料管，所述出料管的底部延伸至所述再生器的腔体底部，所述再生器的腔体内设置有再生器旋风分离器，所述再生器旋风分离器的底部出料口延伸至所述再生器的腔体底部，且所述再生器旋风分离器的底部出料口高于所述出料管的底部。
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