CN117186937A - 催化裂解反应-再生系统和方法 - Google Patents
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- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
Abstract
本申请涉及催化裂解反应‑再生系统和方法，该催化裂解反应‑再生系统包括反应器、油剂分离设备、再生设备。采用本申请催化裂解反应‑再生系统和方法用于轻质石油烃催化裂解反应时，不仅催化反应选择性好，乙烯和丙烯产率高，甲烷产率低，而且解决反应热平衡问题的同时对催化剂性质无损害。
Description
技术领域
本申请涉及石油化工领域，具体地说，涉及一种催化裂解反应-再生系统及催化裂解方法。
背景技术
当前国内炼油能力过剩，成品油终端消费放缓，成品油结构过剩成为炼油企业亟需解决问题。乙烯是化工产品的基础原料，被誉为“石化工业之母”，是衡量一个国家石油化工发展水平的重要标志之一。随着人们生活水平的不断提高，全球化工产品需求持续增长，作为化工产品的基础原料，乙烯、丙烯的需求量也相应持续增长。采用低成本低碳排放的催化裂解方法将石油烃转化乙烯和丙烯，不仅可以加快炼油企业转型发展步伐，也符合“油产化”的行业低碳转型发展趋势。
CN201510296090.8公开了一种石脑油的转化方法，将石脑油催化裂解与低碳烷烃水蒸气裂解、高碳烷烃和高碳烯烃催化裂解结合，制取低碳烯烃、轻质芳烃和高辛烷值汽油。由于大部分反应物在温度较低的催化裂解中进行了转化，总体上可以降低能耗。
CN201910080462.1公开了一种含有石脑油的原料转化装置，包括含有石脑油的原料在所述快速流化床反应器中进行反应，得到产品气和待再生催化剂；然后将汽提后的待再生催化剂部分供给快速流化床反应器，部分输入再生器。该装置解决的技术问题是，降低石脑油催化裂解技术中热裂解反应的影响，降低产物中甲烷的收率。
CN 201811440380.5公开一种以石脑油或轻烃为原料低温催化反应制丙烯并联产芳烃的工艺方法。原料石脑油或轻烃经过换热器换热和/或加热炉加热后进入固定床反应器，在特定催化剂的作用下进行低温催化反应，反应产物经分离系统后得到乙烯丙烯、碳四碳五烃、和副产的甲苯与二甲苯等芳烃，其中一部分碳四碳五烃循环返回反应器。
石油烃尤其是优质或轻质原料分子小，反应活化能较高，需要较高的反应温度，常常导致副产物甲烷产率高，且催化裂解反应热大，在反应方面需要的热量多，自身裂化生成的焦炭往往不能满足反应-再生系统自身热平衡的需求。石脑油等轻烃催化裂解反应生焦低，需要大量的外补燃料油。由于催化裂解采用分子筛为活性组分的催化剂，再生器内燃料油的燃烧产生的局部高温使分子筛骨架铝逐渐脱出，催化剂活性逐渐下降，从而导致反应物进一步转化率下降。因此，石脑油等轻质原料催化裂解技术需要不断地进步与发展，追求更高的反应转化率和反应选择性。上述现有技术提出了通过催化裂化反应过程将石油烃原料转化为低碳烯烃的方法和催化剂，但未能解决轻质原料裂解过程中反应热不足且甲烷产率高的问题。
发明内容
本申请的目的是提供一种催化裂解反应-再生系统以及方法，提高轻质原料催化裂解生产乙烯和丙烯反应选择性、降低甲烷产率，同时解决轻质原料催化裂解反应过程中热量不足的问题。
本申请提供一种催化裂解反应-再生系统，其包括：
催化裂解反应器，其中所述催化裂解反应器从下到上依次包括：
任选的预提升区；
反应区，所述反应区包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体型式，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区；
其中，所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通，所述反应区的顶端与所述出口区相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口；
所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径；在所述反应区和/或所述任选的预提升区的底部设置有再生催化剂入口；
油剂分离设备，所述油剂分离设备经配置为与所述催化裂解反应器的出口区相连通，使得来自所述催化裂解反应器的反应油气和催化剂在所述油剂分离设备中分离，所述油剂分离设备上设置有待生催化剂出口；
再生设备，所述再生设备包括生焦器和再生器，所述生焦器的出口与所述再生器的入口流体连通，使得来自所述生焦器的物料可流入到所述再生器；所述生焦器的底部与所述再生器的底部通过外置催化剂循环管相连通；
其中，所述生焦器从下到上依次设有待生催化剂入口、外置催化剂循环管的连接口、贫氧气体入口以及燃料油入口；所述生焦器的待生催化剂入口与所述油剂分离设备的待生催化剂出口相连通，使得所述待生催化剂进入到所述生焦器；
所述再生器设置有富氧气体入口，以及再生催化剂出口，其中所述再生器的再生催化剂出口与所述再生催化剂入口相连接，使得再生催化剂循环回所述催化裂解反应器。
在一种实施方式中，所述反应器的反应区底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1；所述反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。
在一种实施方式中，所述反应器反应区包括1-3个缩径反应段，
优选地，所述反应器的缩径反应段呈空心截头圆锥体型式，纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径与顶端横截面内径的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10；所述缩径反应段的高度与反应器总高度之比各自独立为0.15：1至0.8：1。
在一种实施方式中，所述反应器预提升区的内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1。
在一种实施方式中，所述反应器预提升区与所述反应区以第一连接段连接，所述第一连接段的纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α为5-85°。
在一种实施方式中，所述反应器出口区的横截面内径与高度之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1。
在一种实施方式中，所述生焦器上所述外置催化剂循环管的连接口距生焦器底部的距离为生焦器高度的5％到10％；
所述燃料油入口距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的20％到50％。
在一种实施方式中，所述生焦器底部设置有第一气体分布器，使得经由所述贫氧气体入口注入的贫氧气体通过所述第一气体分布器进入到所述生焦器；
所述生焦器出口设有催化剂分布板，使得经过所述生焦器的催化剂经所述催化剂分布板后进入所述再生器。
在一种实施方式中，所述生焦器为中空圆柱形，其长径比为30：1至3：1。
在一种实施方式中，所述再生器的底部设置有开口，所述生焦器的出口通过所述开口与所述再生器相连接。
在一种实施方式中，所述油剂分离设备包括旋风分离器，所述旋风分离器与所述催化裂解反应器的出口相连通，以及与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
本申请涉及一种催化裂解方法，在本申请的催化裂解反应-再生系统中进行，包括下列步骤：
预热后的反应原料依次进入催化裂解反应器的预提升区和反应区与来自再生器的再生催化剂接触并反应，反应油气和待生催化剂经出口区进入油剂分离设备进行气固分离，分离出的反应油气引出装置，进一步分离得到乙烯、丙烯、C4烃馏分和富含轻芳烃的裂解汽油；分离出的待生催化剂经待生立管进入生焦器；
经由贫氧气体入口向生焦器注入贫氧气体，与来自再生器的再生催化剂和来自反应器的待生催化剂接触，使待生催化剂升温并发生部分烧焦反应并向上运动，与经由燃料油入口注入雾化介质与燃烧油的混合物接触，发生生焦反应和部分烧焦反应，得到带有部分焦炭的催化剂；
带有部分焦炭的催化剂进入再生器，与经由富氧气体入口注入到再生器的富氧气体接触，发生完全燃烧反应，恢复活性的再生催化剂返回催化裂解反应器中循环使用。
在一种实施方式中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
在一种实施方式中，所述反应区内的反应条件包括：反应温度为510-750℃，优选为550-700℃，反应时间为0.5-10秒，优选为1-5秒，剂油重量比为10：1至50：1，优选为20：1至40：1，流化气体与生焦原料的重量比为0.05：1至2.0：1，优选为0.2：1至0.8：1。
在一种实施方式中，所述生焦器的线速度为1.2米/秒-2.2米/秒，所述贫氧气体中氧含量为1％到20％，进一步优选，所述贫氧气体中氧含量为5％到10％；
所述再生器的富氧气体中氧含量为21体积％到100体积％，进一步优选，所述富氧气体中氧含量为21体积％到85体积％。
在一种实施方式中，所述雾化介质为氮气，所述雾化介质与燃烧油的质量比为1：1至1：100。
在本申请的催化裂解反应器中，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的底部空间大，可以有效提高反应器内的催化剂密度，从而大幅度提高反应器内催化剂和反应原料之比，强化原料的一次裂解反应，不仅提高反应转化率，也可以提高低碳烯烃产率；而且，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区，缩短了反应时间，同时减少催化剂返混，有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反应，提高低碳烯烃的选择性。
本申请的生焦器结构简单，易于实施，通过对现有工业装置再生器进行适应性改造即可实施，适用性强，尤其是以低碳烯烃等化工原料为主要目标产物的催化裂化装置，不仅可以从根本上解决热平衡的问题，而且减少了传统喷燃烧油的方式对催化剂和再生系统带来的损害，既节约了催化剂成本，又提高了炼厂的经济效益。本申请的再生设备和方法用于生焦少的流化催化裂化反应时，不仅实现了反应-再生过程的热平衡，而且使催化剂在再生器烧焦过程中温升均匀，无局部热点，对催化剂物理和化学性质无损害。
本申请中取消了传统催化裂解装置的汽提器，不仅减少了水蒸气用量，同时待生催化剂夹带的油气进入再生系统烧焦，在一定程度上也缓解的热平衡问题。
采用本申请的催化裂解反应器和系统，可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料，助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。本申请的反应器和系统用于催化裂解反应时，原料与催化剂的接触效率高，催化反应选择性好，乙烯和丙烯等高附加值产物的产率高，甲烷等副产物产率低。
附图说明
附图是用来提供对本申请的进一步理解，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申请，但并不构成对本申请的限制。在附图中：
图1为本申请提供的一种实施方式的催化裂解反应器的示意图。
图2为本申请提供的一种实施方式的再生设备的示意图。
图3为本申请提供的一种实施方式的催化裂解反应-再生系统的示意图。
具体实施方式
下面通过附图和实施例对本申请进一步详细说明。通过这些说明，本申请的特点和优点将变得更为清楚明确。
在这里专用的词“示例性”意为“用作例子、实施例或说明性”。这里作为“示例性”所说明的任何实施例不必解释为优于或好于其它实施例。尽管在附图中示出了实施例的各种方面，但是除非特别指出，不必按比例绘制附图。
在本文中所披露的任何具体数值(包括数值范围的端点)都不限于该数值的精确值，而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值，例如在该精确值±5％范围内的所有可能的数值。并且，对于所披露的数值范围而言，在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间，以及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围，这些新的数值范围也应被视为在本文中具体公开。
在本申请中，所谓“上游”和“下游”均是基于反应物料的流动方向而言的。例如，当反应物流自下而上流动时，“上游”表示位于下方的位置，而“下游”表示位于上方的位置。
除非另有说明，本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义，如果术语在本文中有定义，且其定义与本领域的通常理解不同，则以本文的定义为准。
此外，下面所描述的本申请不同实施方式中涉及的技术特征只要彼此之间未构成冲突就可以相互结合。
如图1所示，本申请提供一种催化裂解反应器，其从下到上依次包括：
任选的预提升区I，
反应区II，所述反应区II包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区III，
其中，所述任选的预提升区I与所述反应区II的底端相连通，所述反应区II的顶端与所述出口区III相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口102；
所述反应区II的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区I的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径。
如图1所示，催化裂解反应器可以包括该预提升区I，该预提升区I设置在催化裂解反应器的最下部，用于预提升进入到反应器的催化剂等。如图1所示，该预提升区I的下部设置有催化剂入口103，用于输入催化剂。该预提升区I可以是中空的圆柱体结构，其内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1，优选0.05：1至0.15：1。在一种实施方式中，所述预提升区I的内径可以为0.2-5米，优选0.4-3米。在存在预提升区I的实施方式中，可以通过预提升介质管线8向预提升区I输入预提升介质。在存在预提升区I的实施方式中，所述预提升区I的底部还可以设置有至少一个催化剂入口103，用于使得催化剂经过预提升区I进入到该反应器中。
根据本申请，所述预提升区I并不是必须的，例如当本申请反应器的反应区II与其他反应器如提升管反应器串联使用时，所述反应区II可以直接与位于上游的其他反应器的出口直接连通，而无需采用所述预提升区I。在一种实施方式中，催化裂解反应器可以不包括该预提升区I。此时，所述反应区II的底部可以设有至少一个原料进料口102，以便于原料等进入到该催化裂解反应器中。在不存在预提升区I的实施方式中，所述反应区II的底部可以设置有至少一个催化剂入口(未示出)，用于使得催化剂进入到该反应器中。当然，所述反应区II也可以不设置催化剂入口，其中的催化剂可以来源于其他反应器物流中携带的催化剂。这两种实施方式均在本申请的保护范围之内。
如图1所示，催化裂解反应器可以包括反应区II。预提升区I与所述反应区II的底端210相连通，所述反应区II的顶端220与所述出口区III相连通，预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个催化剂入口103和至少一个原料进料口102。所述反应区II的底端210的横截面内径大于或等于预提升区I的横截面内径，且顶端220的横截面内径等于或小于所述预提升区I的横截面内径和所述出口区III的横截面内径。
本申请提供的催化裂解反应器中，所述反应区II为流化床，优选地，流化床为输送流化床、湍流流化床和快速床中的一种或几种的组合。
在一种实施方式中，所述预提升区I与反应区II通过第一过渡段I-1相连接。该第一过渡段I-1的纵切面可以为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α可以为5-85°，优选15-75°。
如图1所示，原料进料口9可以设置在预提升区I的上部，第一过渡段I-1中，或者反应区II的下部。特别是，在不存在预提升区I的实施方式中，所述反应区II的下部可以设置有原料进料口102，用于进料原料。
在一种实施方式中，所述反应区II的底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2：1；所述反应区II的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1，例如0.2：1至0.75：1。
如图1所示，所述反应区II包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体，其内径由下至上连续地或不连续地减小。
根据本申请，所谓“缩径”是指内径以不连续的方式例如阶梯式或跳跃式或者连续的方式减小。作为“由下至上内径不连续减小的缩径段”的例子，可以举出由两段或更多段内径递减的空心圆柱体构成的柱体。
作为示例，所述反应区II可以为包括一个或多个空心截头圆锥体段的柱体型式、或者包括两个或更多个空心圆柱体段的柱体型式。根据本申请，当所述反应区包括两个或更多个缩径反应段时，各缩径反应段可以具有相同或不同的高度，本申请对此并没有严格的限制。
在优选的实施方式中，所述反应区II包括由一个或多个空心截头圆锥体段与任选的用于连接相邻的空心截头圆锥体段的连接段构成的柱体型式、或者为由两个或更多个空心圆柱体段与任选的用于连接相邻的空心圆柱体段的连接段构成的柱体型式。
在一种实施方式中，如图1所示，所述反应区II包括1段缩径反应段，其呈空心截头圆锥体型式，其纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径D220与所述缩径反应段的高度hII之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径D210与所述缩径反应段的高度hII之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径D210与顶端横截面内径D220的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10，更优选1.5至5；所述缩径反应段hII的高度与反应器总高度h之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，底端横截面的内径D210与反应器总高度h之比为0.01：1至0.5：1，优选0.05：1至0.2；所述缩径反应段的高度h1与反应器总高度h之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1，并且所述反应区II的总高度hII与反应器总高度h之比为0.15：1至0.8：1，优选0.2：1至0.75：1。在一种实施方式中，所述缩径反应段100的顶端横截面的内径D210为0.2-5米，优选0.4-3米。在一种实施方式中，所述反应区II的总高度hII可以约2-50米，优选约5-40米，更优选约8-20米。
在本申请的催化裂解反应器中，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的底部空间大，可以有效提高反应器内的催化剂密度，从而大幅度提高反应器内催化剂和反应原料之比，强化原料的一次裂解反应，不仅提高反应转化率，也可以提高低碳烯烃产率；而且，所设置的缩径反应段特别是圆锥形反应段的缩径结构有利于加速反应油气离开反应区，缩短了反应时间，同时减少催化剂返混，有利于减少一次反应生成的低碳烯烃的二次转化反应，提高低碳烯烃的选择性。
本申请提供的催化裂解反应器中，所述反应器可以设置一个或多个，例如一个、两个或更多个原料进料口，所述一个或多个原料进料口可以各自独立地设置在预提升区I的出口端处，或者设置在反应区II的底部。进一步优选地，所述多个原料入口的位置各自独立地位于反应区II的同一高度或不同高度处。由此，可以在不同的原料进料口分别进料不同性质的原料。
如图1所示，催化裂解反应器可以包括出口区III。在一种实施方式中，该出口区III可以为中空的圆柱形形式，其横截面内径与高度hIII之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度hIII与反应器总高度h之比为0.05：1至0.5：1，更优选0.1：1至0.35：1。在一种实施方式中，出口区III的内径为0.2-5米，优选0.4-3米。
如前所述，反应区II顶端的横截面内径等于或小于所述出口区III的横截面内径。在一种实施方式中，反应区II顶端的横截面内径等于所述出口区III的横截面内径。
在一种实施方式中，反应区II顶端的横截面内径小于所述出口区III的横截面内径。此时，所述反应区II与出口区III可以通过第三过渡段(未示出)相连接。该第三过渡段的纵切面可以为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角可以为5-85°，优选15-75°。
所述出口区III的出口端可以敞口，也可以和油剂分离装置例如旋风分离器的入口直接连接。
如图2所示，本申请的再生设备1000包括生焦器300和再生器400，生焦器300的出口与再生器400的入口流体连通，使得来自生焦器300的物料可流入到再生器400。
在本申请中，生焦器300设有待生催化剂入口306、贫氧气体入口301以及燃料油入口304。所述生焦器300的底部与所述再生器400的底部通过外置催化剂循环管303相连通，使得再生器内的高温再生催化剂有一部分能够流入到生焦器中用于加热生焦器中来自反应器的待生催化剂，以实现能量的优化利用。
在本申请中，所述生焦器300为快速流化床。在一种实施方式中，所述生焦器300为中空圆柱形，其长径比为30：1至3：1。
本申请中，生焦器300上各自独立设置的待生催化剂入口306、外置催化剂循环管303的连接口、贫氧气体入口301和燃料油入口304位于生焦器不同高度处。优选地，所述生焦器300从下到上依次设有贫氧气体入口301、外置催化剂循环管303的连接口、待生剂入口306和燃料油入口304，且均位于生焦器300的下部(距离生焦器的底部的距离不大于生焦器的高度的50％)。
本申请中，所述生焦器300的下部设有一个或多个贫氧气体入口301。在一种实施方式中，所述贫氧气体入口301位于生焦器300的底部。优选地，所述生焦器300底部设置有第一气体分布器302，使得经由所述贫氧气体入口301注入的贫氧气体通过所述第一气体分布器302进入到所述生焦器300。
根据本申请，所述第一气体分布器302可采用本领域技术人员所熟知的主风分布器。例如，所述主风分布器可以是分布板和分布管。优选地，分布管为环状分布管和树枝状分布管。
根据本申请中，所述注入生焦器300的贫氧气体可以选自为氧气、空气、氮气、水蒸气或它们的混合物，优选地，贫氧气体中氧含量为1体积％-20体积％，优选地，贫氧气体中氧气含量为5体积％～10体积％。
在一种实施方式中，所述生焦器300上所述外置催化剂循环管303的连接口设置在生焦器300的下部，优选地，距生焦器底部的距离为生焦器高度的5％到10％。
本申请中，所述生焦器300可以设置一个或多个，例如一个、两个或更多个燃料油入口304，所述一个或多个燃料油入口304可以各自独立地设置在生焦器的出口端处，或者设置在生焦器的底部。进一步优选地，所述燃料油入口304各自独立地设置在所述生焦器的中上游。进一步优选地，所述燃料油入口距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的20％到50％。燃料油可以包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂化柴油、催化裂化油浆、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
本申请中，可以在催化剂进入再生器底部的位置处设置催化剂分布板305，例如在生焦器的出口端处。根据本申请，所述催化剂分布板可以为工业上常见的各种型式的分布板，例如为平板形、拱形、碟形、环形和伞形中的一种或多种。采用催化剂分布板有助于使催化剂在再生器的轴向上浓度均一地与富氧气体接触进行烧焦反应，提高烧焦效率，减少催化剂床层局部热点的发生。
通过设置生焦器300使喷入的燃料油在低温、贫氧的流态化条件下与催化剂混合并形成焦炭，附着焦炭的催化剂在具有快速流化床特征的生焦器通过返混，使焦炭在催化剂上均匀分布并发生部分燃烧，实现催化剂表面温度的梯级上升。
在本申请中，再生器400可以采用现有的常用再生器结构，只需在其底部设置开口，并使生焦器300的出口与该开口相连接，即可以使得所述生焦器300的出口与所述再生器400的入口流体连通，使得来自生焦器的物料可流入到所述再生器。
在再生器400的下部还设置有用于外置催化剂循环管303的连接口，使得再生器内的再生催化剂有一部分能够流入到生焦器中用于加热生焦器中来自反应器的待生催化剂，以实现能量的优化利用。
所述再生器400设置有富氧气体入口401，用于向再生器400内注入富氧气体，供进入再生器的催化剂再生使用。在一种实施方式中，进入到所述再生器的富氧气体中氧含量为21体积％到100体积％，进一步优选，所述富氧气体中氧含量为21体积％到85体积％。本申请中，所述注入再生器的富氧气体可以为空气。
在一种实施方式中，所述再生器底部设置有第二气体分布器402，使得经由所述富氧气体入口注入的富氧气体通过所述第二气体分布器进入到所述再生器中。根据本申请，所述第二气体分布器402可采用本领域技术人员所熟知的主风分布器。例如，所述主风分布器可以是分布板和分布管。优选地，分布管为环状分布管和树枝状分布管。
在一种实施方式中，所述再生器400与气固分离设备404流体连通，使得所述再生器产生的再生烟气经所述气固分离设备404分离后通过再生烟气管线405引入到能量回收系统进行回收利用。在本申请中，所述气固分离设备可采用本领域技术人员所熟知的设备。例如，所述气固分离设备可以包括旋风分离器。
再生器400上还设置再生催化剂出口406，用于将再生后的高温再生催化剂送出再生器，供反应循环使用。
在本申请中，所述再生器400与生焦器300可以同轴布置或者高低并列布置。
在本申请中，当烧掉部分焦炭的催化剂进入再生器以后，在高温、富氧气体的作用下进行充分的烧焦放热，供给反应所需的热量。采用本申请的设备可以使催化剂上烧焦环境缓和，催化剂上实现渐次温升，最大程度保护了催化剂的物理与化学性能。
图3示出了包含本申请的上述催化裂解反应器100和再生设备1000的催化裂解反应-再生系统。如图3所示，该催化裂解反应-再生系统包括本申请的上述催化裂解反应器100，油剂分离设备200，以及再生设备1000(再生设备1000包括生焦器300，以及再生器400)。
催化裂解反应器100设置有底部的催化剂入口103、下部的原料进料口102和顶部的油剂出口150。
油剂分离设备200包括油剂分离装置204用于分离来自催化裂解反应器100的油剂中反应产物和催化剂，油剂分离装置204与催化裂解反应器的出口相连通，以及收集分离的待生催化剂的沉降器201用于使经油剂分离装置204分离的催化剂沉降后进入沉降器的下部。沉降器201的下部可以通过入口202通入流化气体，用于流化沉降器下部的催化剂，便于催化剂通过待生斜管203流入到生焦器300。
生焦器300通过待生斜管203(经由催化剂入口306)与沉降器201下部连接，用于使来反应器分离的待生催化剂进入到生焦器300与燃料油接触发生生焦反应。
再生器400通过催化剂分布板305与生焦器300连接，用于使来自生焦器300的带焦催化剂再生。
再生器400还通过再生斜管103(经由催化剂出口406)与催化裂解反应器100连接，用于使经过再生器400再生的再生催化剂循环回催化裂解反应器100进行反应。
在本申请的催化裂解反应-再生系统中，催化裂解反应器可以是一个或者多个，可以是一个本申请的催化裂解反应器与其他现有的催化裂解反应器的组合，也可以是多个本申请的催化裂解反应器的组合。这些反应器可以以并联的方式连接，并与油剂分离装置相连接。
经油剂分离装置204分离得到的反应油气(即反应产物)在集气室205中集气后经管线206输送至后继的反应产物分离装置(未示出)进行分离。该反应产物分离装置可以设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解汽油出口、裂解柴油出口和裂解重油出口，用于根据反应产物的馏程分离成干气、液化气、裂解汽油、裂解柴油以及裂解重油等组成。
经油剂分离装置204分离得到的待生催化剂进入沉降器下部，经待生斜管203输送至生焦器300，在生焦器300中，待生催化剂在通过管线301通入的贫氧气体和通过外置催化剂循环管303输送的再生催化剂接触发生部分燃烧并升温，再与通过燃料油入口304输送的燃料油接触发生生焦反应，然后通过催化剂分布板305输送到再生器400。
在再生器400中，带焦的催化剂通过富氧气体入口401通入的含氧再生气的作用下燃烧，得到再生催化剂，经再生斜管103输入到反应器100中；而烟气通过管线405排出进入能量回收系统。
本申请提供的催化裂解反应-再生系统中，所述油剂分离装置、再生器、其他装置、反应产物分离装置等均可采用本领域技术人员所熟知的设备，这些设备之间的连接方式也可以按照本领域已知的方式进行。例如，所述油剂分离装置可以包括旋风分离器、出口快速分离器。在某些具体实施方式中，所述油剂分离装置包括与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
本申请提供一种催化裂解方法中，反应原料与催化剂在本申请上述催化裂解反应-再生系统中进行接触反应，包括以下步骤：
预热后的反应原料依次进入反应器的预提升区和反应区与来自再生器的再生催化剂接触并反应，反应油气和待生催化剂经出口区进入旋风分离器进行气固分离，分离出的反应油气引出装置，进一步分离得到乙烯、丙烯、C4烃馏分和富含轻芳烃的裂解汽油；分离出的待生催化剂经入沉降器下部，经待生立管进入生焦器；
经由贫氧气体入口向生焦器注入贫氧气体，与来自再生器的再生催化剂和来自反应器的待生催化剂接触，使待生催化剂升温并发生部分烧焦反应并向上运动，与经由燃料油入口注入雾化介质与燃烧油的混合物接触，发生生焦反应和部分烧焦反应，得到带有部分焦炭的催化剂；
带有部分焦炭的催化剂进入再生器，与经由富氧气体入口注入到再生器的富氧气体接触，发生完全燃烧反应，恢复活性的再生催化剂返回反应器中循环使用。
本申请提供的催化裂解反应-再生系统和方法适用于各种原料的催化裂解反应，例如轻烃或轻质馏分油、含氧烃类、页岩油、加氢精制蜡油、加氢改质蜡油、加氢裂化尾油或上述原料的一种或几种的混合原料催化裂解生产低碳烯烃，特别是轻烃或轻质馏分油催化裂解生产低碳烯烃的反应。
例如，所述轻烃或轻质馏分油可以为气体烃、馏程25～360℃的石油烃、含氧化合物、生物质或废塑料生成油的馏分油；所述气体烃可以选自饱和液化气、不饱和液化气、碳四馏分中的一种或多种的混合物；所述石油烃可以选自一次加工的直馏石脑油、直馏煤油、直馏柴油中的一种或多种的混合物；二次加工的拔头油、抽余油、加氢裂化轻石脑油、戊烷油、焦化汽油、费托合成油、催化裂化轻汽油、加氢汽油、加氢柴油中的一种或多种的混合油。
在一种实施方式中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
在一种实施方式中，所述反应器反应区内的反应条件包括：反应温度为510-750℃，反应时间为0.5-10秒，剂油重量比为10：1至50：1，流化气体与生焦原料的重量比为0.05：1至2.0：1。
在一种实施方式中，所述反应器反应区内的反应条件包括：反应温度为550-700℃，反应时间为1-5秒，剂油重量比为20：1至40：1，流化气体与生焦原料的重量比为0.2：1至0.8：1。流化气体可以是氮气、水蒸气或它们的混合物。
在一种实施方式中，以干基计并以所述催化剂的干基重量为基准，所述催化剂包括1-50重量％，优选5-45重量％，更优选10-40重量％的沸石；5-99重量％，优选10-80重量％，更优选20-70重量％的无机氧化物，和0-70重量％，优选5-60重量％，更优选10-50重量％的粘土。
在一种实施方式中，所述生焦器的线速度为1.2米/秒-2.2米/秒，所述贫氧气体中氧含量为1％到20％，进一步优选，所述贫氧气体中氧含量为5％到10％。
在一种实施方式中，所述雾化介质为氮气，所述雾化介质与燃烧油的质量比为1：1至1：100。在一种实施方式中，所述燃料油包括直馏馏分油或二次加工馏分油。优选地，二次加工馏分油可以选自催化裂化柴油、焦化汽油、焦化柴油和焦化蜡油中的一种或多种的混合油。
在一种实施方式中，所述生焦器的出口温度为550-650℃。
在一种实施方式中，所述再生器的富氧气体中氧含量为21体积％到100体积％，进一步优选，所述富氧气体中氧含量为21体积％到85体积％。
在一种实施方式中，所述再生器内的温度为600-800℃，优选为650-750℃；气体表观线速为0.2-1.0米/秒、优选为0.3-0.8米/秒，催化剂的平均停留时间为0.5-10分钟、优选1-5分钟。
在一种实施方式中，所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石，和它们的任意组合；所述大孔沸石选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石，和它们的任意组合。
在一种实施方式中，以干基计，所述中孔沸石占所述沸石总重量的10-100重量％，优选50-90重量％。
在本申请中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域的常规定义，即中孔沸石的平均孔径为约0.5-0.6nm，大孔沸石的平均孔径为约0.7-1.0nm。
作为示例，所述大孔沸石可以选自稀土Y(REY)型沸石、稀土氢Y(REHY)型沸石、由不同方法得到的超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种。所述中孔沸石可以选自具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任选地，还可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性。有关ZRP沸石的更为详尽的描述可参见美国专利US5,232,675A。ZSM系列沸石优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或多种的混合物。有关ZSM-5的更为详尽的描述可参见美国专利US3,702,886A。
根据本申请，所述无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。所述粘土作为基质(即载体)，优选为高岭土和/或多水高岭土。
采用本申请的催化裂解反应-再生系统和方法，可以从轻质石油烃高效生产乙烯、丙烯等化工原料，助力炼厂从炼油向化工原料生产的转型、发展和延伸，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了炼厂的经济效益。
下面将结合附图所示的优选实施方式来进一步说明本申请，但是并不因此而限制本申请。
图1给出了本申请的催化裂解反应器的一种优选实施方式，其中所述催化裂解反应器1从下到上依次包括预提升区I、反应区II、和出口区III。所述反应区II包括一个缩径反应段，为空心截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形。预提升区I下部设有催化剂入口103，预提升区I上部和/或反应区II底部设有原料进料口102。所述反应区II的底端的横截面内径大于所述预提升区I的内径，且顶端的横截面内径等于所述预提升区I的内径和所述出口区III的内径。
图2给出了本申请的再生设备的一种优选实施方式，其包括生焦器300和再生器400，其中所述生焦器300底部设有贫氧气体入口301和气体分布板302。所述生焦器的下方侧壁设有待生催化剂入口306和外置催化剂循环管303的连接口，所述生焦器的中上游设有燃料油入口304。再生器底部设有主风分布器402，下方侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个主风入口401。
图3示出包含图1的催化裂解反应器1000和图2的再生设备1000(包括生焦器300和再生器400)的催化裂解反应-再生系统。
预提升介质经管线101从预提升区I底部进入所述催化裂解反应器100，预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。来自再生斜管103的热的再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。反应原料如经预热的轻质原料油和雾化蒸汽经进料管线102注入预提升区I上游和/或反应区II底部，与催化裂解反应器内已有的催化剂混合接触，在由下至上通过所述反应区II的过程中进行催化裂解反应。反应产物向上流动，带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置204如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室205、大油气管206引出装置，进入后续分离系统；分离所得的带有焦炭的待生催化剂进入沉降器200下部，经待生斜管203进入生焦器300。
贫氧气体经贫氧入口301从生焦器300底部经气体分布器302进入所述生焦器300，贫氧气体可以为氧气、空气、氮气、水蒸气或它们的混合物。来自外置催化剂循环管303的高温再生催化剂进入生焦器300下部，与贫氧气体混合向上运动，与来自待生催化剂入口203的待生催化剂接触并发生部分烧炭反应，反应物流继续向上运动，与来自燃料油入口304的补充燃料油接触并发生生焦反应和部分烧焦反应；带炭焦炭的催化剂向上流动，经催化剂分布器305进入再生器400，与经富氧气体入口401和主风分布器402注入的富氧气体接触并发生完全燃烧反应，彻底放出热量，再生后的催化剂经再生催化剂出口406送出再生器，供反应循环使用；再生烟气经旋风分离器404分离夹带的催化剂后经管线405进入能量回收系统。
实施例
下面的实施例将对本申请予以进一步的说明，但并不因此而限制本申请。
以下实施例与对比例中所用的原料油均为直馏石脑油，其性质如表1所示，所用的催化剂是购自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司的商业催化裂解催化剂，商品牌号为NCC。
实施例1
采用表1所示的原料油和NCC催化剂，在图3所示的中型装置上进行试验，其中，所用的反应器的结构如下：
反应器总高度为10米，其中预提升区2米，内径为0.2米；反应区高度为5米，顶端横截面的内径为0.2米，底端横截面的内径为0.3米；出口区高度为3米，内径为0.2米。
生焦器的内径为0.3米，高度为2米；生焦器的燃料油入口304离生焦器底部的距离为生焦器高度的30％。生焦器的出口与再生器的底部开口直接相连通，且在出口处设置有催化剂分布器。
来自再生斜管103的热再生催化剂进入预提升区I下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。预热的原料油和雾化蒸汽经进料管线102注入预提升区I上部，与催化裂解反应器内已有的催化剂混合接触，在由下至上通过所述反应区II的过程中进行催化裂解反应，得到的带有焦炭的催化剂与反应油气经出口区III进入油剂分离装置204如旋风分离器，进行气固分离，分离所得的反应油气经集气室205、大油气管206引出装置，进入后续分离系统；分离所得的带有焦炭的催化剂进入沉降器200下部，经待生斜管203进入生焦器300。
氧含量为5％的氮气和空气混合物引入生焦器300底部，依次与再生催化剂和待生催化剂混合向上运动，使待生催化剂升温且使待生催化剂上炭发生部分燃烧反应；经氮气雾化的燃料油注入生焦器，与生焦器内物流接触并发生生焦反应和少量的烧焦反应；带有焦炭的催化剂进入再生器，与空气接触发生完全燃烧反应，再生后的催化剂经再生斜管103返回反应器100循环使用，再生烟气经管线405进入能量回收系统。
在生焦器的出口设置测温点，测得生焦器出口温度；在再生器轴向距离底部为再生器轴向高度的40％的同一高度处，在靠近再生器壁的位置设置两个测温点(两者相对于轴向的角度为180度)，测得同一高度处不同位置的中部温度；在再生器的顶部设置测温点，测得再生器的上部温度。
操作条件和产品分布列于表2。从表2可以看出，本实施例的乙烯产率达到25.51重量％，丙烯产率达到24.26重量％，甲烷和焦炭产率分别为10.07重量％和3.71重量％。再生器中部不同位置的温度分别为687℃和681℃，径向温度相差仅6℃，再生器上部温度为695℃，轴向温度相差10℃左右。
对比例1
采用表1所示的原料油和NCC催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为常规提升管反应器。预热的原料油进入提升管反应区下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，反应后物流进入后续的油剂分离装置和产物分离设备，分离出的待生催化剂进入再生器下部，与经主风分布器分布进入再生器的空气接触发生烧焦反应，将燃料油注入催化剂密相床层，燃料油接触高温空气后发生烧焦反应，放出热量；再生后的催化剂返回反应器循环使用。操作条件和产品分布列于表2。
在再生器轴向距离底部为再生器轴向高度的40％的同一高度处，在靠近再生器壁的位置设置两个测温点(两者相对于轴向的角度为180度)，测得同一高度处不同位置的中部温度；在再生器的顶部设置测温点，测得再生器的上部温度。
从表2的结果可以看出，该对比例的乙烯产率仅为18.09重量％，丙烯产率仅为20.14重量％，甲烷和焦炭产率分别为12.91重量％和3.89重量％。再生器中部不同位置的温度分别为668℃和725℃，径向温度相差仅57℃，再生器上部温度为737℃，轴向温度相差大。
由以上实施例和对比例的结果可以看出，采用本申请的催化裂解反应器和系统进行石脑油催化裂解反应时，乙烯、丙烯产率显著提高，同时甲烷和焦炭产率降低。再生器内焦炭燃烧环境缓和、稳定，径向与轴向催化剂温度，有助于保持催化剂的物理与化学性能。
以上详细描述了本申请的优选实施方式，但是，本申请并不限于上述实施方式中的具体细节，在本申请的技术构思范围内，可以对本申请的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本申请的保护范围。
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，本申请对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本申请的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本申请的思想，其同样应当视为本申请所发明的内容。
表1所用直馏石脑油的性质
| 密度(20℃)/(克/厘米3) | 0.7525 |
| 碳含量/重量％ | 87.47 |
| 氢含量/重量％ | 14.53 |
| 硫含量/(毫克/升) | 140 |
| 氮含量/(毫克/升) | 1.2 |
| 馏程/℃ | |
| 10体积％ | 90.9 |
| 30体积％ | 121.7 |
| 50体积％ | 145.8 |
| 70体积％ | 167.3 |
| 95体积％ | 197.5 |
| 烃组成/重量％ | |
| 链烷烃 | 58.30 |
| 烯烃 | 0 |
| 环烷烃 | 30.18 |
| 芳烃 | 11.52 |
表2实施例1-2和对比例1的反应结果对比
| 实施例1 | 对比例1 | |
| 催化裂解反应器条件 | ||
| 反应器出口温度，℃ | 675 | 675 |
| 反应时间，秒 | 2.0 | 2.5 |
| 流化气体与生焦原料的重量比 | 0.3 | 0.3 |
| 剂油重量比 | 30 | 30 |
| 燃料油用量占进料量比例，％ | 6 | 6 |
| 贫氧气体中氧含量，重量％ | 5 | / |
| 再生器条件 | ||
| 再生器中部温度1，℃ | 687 | 725 |
| 再生器中部温度2，℃ | 681 | 668 |
| 再生器上部温度，℃ | 695 | 737 |
| 产品分布，重％ | ||
| H2～C2 | 40.19 | 39.48 |
| 其中甲烷 | 10.07 | 12.91 |
| 其中乙烯 | 25.51 | 18.09 |
| C3～C4 | 38.23 | 36.5 |
| 其中丙烯 | 24.26 | 20.14 |
| 汽油 | 15.58 | 17.21 |
| 燃料油 | 2.29 | 2.92 |
| 焦炭 | 3.71 | 3.89 |
| 合计 | 100 | 100 |
Claims (16)
1.一种催化裂解反应-再生系统，其包括：
催化裂解反应器，其中所述催化裂解反应器从下到上依次包括：
任选的预提升区；
反应区，所述反应区包括至少一个缩径反应段，所述缩径反应段为横截面呈大致圆形且底端和顶端开口的空心柱体型式，其内径由下至上连续地或不连续地减小；和
出口区；
其中，所述任选的预提升区与所述反应区的底端相连通，所述反应区的顶端与所述出口区相连通，所述任选的预提升区上和/或所述反应区的底部设有至少一个原料进料口；
所述反应区的底端的横截面内径大于或等于所述任选的预提升区的横截面内径，且顶端的横截面内径等于或小于所述任选的预提升区的横截面内径和所述出口区的横截面内径；在所述反应区和/或所述任选的预提升区的底部设置有再生催化剂入口；
油剂分离设备，所述油剂分离设备经配置为与所述催化裂解反应器的出口区相连通，使得来自所述催化裂解反应器的反应油气和催化剂在所述油剂分离设备中分离，所述油剂分离设备上设置有待生催化剂出口；
再生设备，所述再生设备包括生焦器和再生器，所述生焦器的出口与所述再生器的入口流体连通，使得来自所述生焦器的物料可流入到所述再生器；所述生焦器的底部与所述再生器的底部通过外置催化剂循环管相连通；
其中，所述生焦器从下到上依次设有待生催化剂入口、外置催化剂循环管的连接口、贫氧气体入口以及燃料油入口；所述生焦器的待生催化剂入口与所述油剂分离设备的待生催化剂出口相连通，使得所述待生催化剂进入到所述生焦器；
所述再生器设置有富氧气体入口，以及再生催化剂出口，其中所述再生器的再生催化剂出口与所述再生催化剂入口相连接，使得再生催化剂循环回所述催化裂解反应器。
2.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，其中，所述反应器的反应区底部横截面内径与反应器总高度之比为0.01：1至0.5：1；所述反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。
3.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述反应器反应区包括1-3个缩径反应段，
优选地，所述反应器的缩径反应段呈空心截头圆锥体型式，纵切面呈等腰梯形；其顶端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.005-0.3：1，底端横截面的内径与所述缩径反应段的高度之比各自独立为0.015-0.25：1，底端横截面内径与顶端横截面内径的之比各自独立为大于1.2且小于或等于10；所述缩径反应段的高度与反应器总高度之比各自独立为0.15：1至0.8：1。
4.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，其中所述反应器预提升区的内径与高度之比为0.02-0.4：1；其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1。
5.根据权利要求4所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述反应器预提升区与所述反应区以第一连接段连接，所述第一连接段的纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的外倾角α为5-85°。
6.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述反应器出口区的横截面内径与高度之比为0.01-0.3：1，所述出口区的高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1。
7.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述生焦器上所述外置催化剂循环管的连接口距生焦器底部的距离为生焦器高度的5％到10％；
所述燃料油入口距生焦器底部的距离各自独立地为生焦器高度的20％到50％。
8.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，
所述生焦器底部设置有第一气体分布器，使得经由所述贫氧气体入口注入的贫氧气体通过所述第一气体分布器进入到所述生焦器；
所述生焦器出口设有催化剂分布板，使得经过所述生焦器的催化剂经所述催化剂分布板后进入所述再生器。
9.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述生焦器为中空圆柱形，其长径比为30：1至3：1。
10.根据权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述再生器的底部设置有开口，所述生焦器的出口通过所述开口与所述再生器相连接。
11.权利要求1所述的催化裂解反应-再生系统，其特征在于，所述油剂分离设备包括旋风分离器，所述旋风分离器与所述催化裂解反应器的出口相连通，
以及与所述催化裂解反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。
12.一种催化裂解方法，在权利要求1-11中所述的催化裂解反应-再生系统中进行，包括下列步骤：
预热后的反应原料依次进入催化裂解反应器的预提升区和反应区与来自再生器的再生催化剂接触并反应，反应油气和待生催化剂经出口区进入油剂分离设备进行气固分离，分离出的反应油气引出装置，进一步分离得到乙烯、丙烯、C4烃馏分和富含轻芳烃的裂解汽油；分离出的待生催化剂经待生立管进入生焦器；
经由贫氧气体入口向生焦器注入贫氧气体，与来自再生器的再生催化剂和来自反应器的待生催化剂接触，使待生催化剂升温并发生部分烧焦反应并向上运动，与经由燃料油入口注入雾化介质与燃烧油的混合物接触，发生生焦反应和部分烧焦反应，得到带有部分焦炭的催化剂；
带有部分焦炭的催化剂进入再生器，与经由富氧气体入口注入到再生器的富氧气体接触，发生完全燃烧反应，恢复活性的再生催化剂返回催化裂解反应器中循环使用。
13.根据权利要求12所述的催化裂解方法，其中，所述反应原料选自C4-C20的轻质原料油。
14.根据权利要求12所述的催化裂解方法，其中，所述反应区内的反应条件包括：反应温度为510-750℃，优选为550-700℃；反应时间为0.5-10秒，优选为1-5秒；剂油重量比为10：1至50：1，优选为20：1至40：1；流化气体与生焦原料的重量比为0.05：1至2.0：1，优选为0.2：1至0.8：1。
15.根据权利要求12所述的催化裂解方法，其中，所述生焦器的线速度为1.2米/秒-2.2米/秒，所述贫氧气体中氧含量为1％到20％，进一步优选，所述贫氧气体中氧含量为5％到10％；
所述再生器的富氧气体中氧含量为21体积％到100体积％，进一步优选，所述富氧气体中氧含量为21体积％到85体积％。
16.根据权利要求12所述的催化裂解方法，其中，所述雾化介质为氮气，所述雾化介质与燃烧油的质量比为1：1至1：100。
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|---|---|---|---|
| CN202210613515.3A CN117186937A (zh) | 2022-05-31 | 2022-05-31 | 催化裂解反应-再生系统和方法 |
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|---|---|---|---|---|
| CN116212973A (zh) * | 2021-12-03 | 2023-06-06 | 中国石油化工股份有限公司 | 一种适用于维持热平衡的催化裂化再生设备和再生方法 |
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2022
- 2022-05-31 CN CN202210613515.3A patent/CN117186937A/zh active Pending
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