CN1626623A - 一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法 - Google Patents

Abstract

一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，在原催化裂化装置主再生器旁边设立用于新型流化催化反应过程的专用催化剂再生的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气引入新型流化催化反应过程再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在新型流化催化反应过程再生器的底部还引入空气使专用催化剂进行流化并在一定的反应条件下进行再生；再生后的专用催化剂进入新型流化催化反应过程反应器与催化裂化汽油或液化气或C4烃类在一定的反应条件下进行接触、气化、混合和反应。本发明实现了生产高品质清洁汽油、增产乙丙烯等目的；且生产的清洁汽油可以满足环保法规要求，乙丙烯的增产量可弥补管式裂解炉制低碳烯烃的缺口。

Description

一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法

技术领域

本发明涉及一种石油烃的催化转化工艺方法，具体地说，是属于重油催化裂化过程、催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程等催化转化工艺的耦合技术，特别是涉及一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法。

背景技术

由于环保要求的日益严格和原油重质化劣质化越来越严重，当今炼油工业技术发展的主流就是清洁油品的生产和重质油轻质化，即在发展重质油深度加工，优化资源利用，提高轻质油收率的基础上，生产低烯烃含量低硫含量高辛烷值的清洁汽油和低芳烃含量低硫含量高十六烷值的清洁柴油。

从目前汽油质量标准的发展趋势来看，在烯烃含量要求进一步降低的同时，辛烷值的提高和硫含量的降低也会很快成为新的标准要求。从炼油企业来讲，汽油产品辛烷值的提高意味着经济效益的提高，而且，高标号汽油的市场前景也越来越好。随着2008年的“绿色奥运”的日益临近，预计汽油质量将实行更严格的标准，烯烃含量要求在20(v)％以下，辛烷值在95以上，同时，硫含量要求更低，在200ppm以下。

现有技术中，主要从“配方”着手来达到相应的质量标准，即利用多种工艺生产汽油，然后将多种汽油进行调配。一般含烯烃的催化裂化汽油约占1/3以下，含芳烃但不含烯烃的重整汽油约占1/3以上，其它既不含烯烃又不含芳烃的烷基化、异构化、醚化等清洁汽油组分约占1/3。由于当前生产汽油的工艺较为单一，约85％以上的汽油生产来自于催化裂化工艺，其烯烃含量一般高达45-60％，研究法辛烷值在90左右，而且这一较高的辛烷值是依靠较高的烯烃含量来维持的，生产其它不含烯烃辛烷值高的优质汽油组份的装置(催化重整+异构化+烷基化+醚化)能力仅占5.1％。很多炼油厂只有催化裂化装置而根本没有其它生产汽油的工艺，因此，在我国不能采用“调和”的办法使烯烃含量、硫含量和辛烷值达到更高的标准。

另外，由于我国原油较重，石脑油严重不足，限制了水蒸汽裂解制低碳烯烃工艺的发展，所以目前国内也纷纷寻求其它原料和工艺来生产乙烯和丙烯，以实现调整炼油产品结构，降低乙烯、丙烯生产成本的目标，如近几年发展起来的以常压重油为原料制取低碳烯烃的催化裂解过程DCC(DeepCatalytic Cracking)工艺(周佩玲。深度催化裂解(DCC)技术。石油化工，1997，26(8)，540-544)、CPP(Catalytic Pyrolysis Process)工艺(谢朝钢，李再婷，施文元等。催化热裂解制取乙烯和丙烯的方法。中国专利1218786，1999)、ARGG(Atmospheric Residua Maximum Gasand Gasoline)工艺(张宗保，何秀云，孙小累，重油裂解生产低碳烯烃技术的工业应用，石油与天然气化工，2000：29(3)：133-134)和HCC(Heavy-Oil ContactCracking)工艺(沙颖逊，崔中强，王龙延，等。重油直接裂解制乙烯的HCC工艺。石油炼制与化工，1995，26(6)：9-14)。

催化裂解法是在催化剂存在的条件下，对石油烃进行高温裂解的过程。研究表明：催化裂解可以降低裂解反应温度，增加烯烃收率和芳烃收率，提高裂解产品分布的灵活性。由于催化剂的存在，作为稀释剂的水蒸汽可生成活性基团OH0和H0，既可加速裂解反应，又能促进水煤气反应而将裂解生成的碳气化。由此可大大减少裂解过程中的结焦，但相应在裂解气中生成一定量的CO、CO₂等酸性气体，正是由于结焦少，因而催化裂解有可能在加压下进行。在烃类裂解生产乙烯的各种裂解方法中，对轻烃、石脑油、煤油、轻柴油、甚至部分重柴油等裂解原料，管式炉热裂解法在工业生产中仍占绝对优势。当使用减压柴油和常压重油作裂解原料时，催化裂解则显示出相当的竞争力。

目前，炼油工艺结构特点是绝对地以催化裂化工艺为主，因为商品汽油中有85％来自催化裂化工艺，几乎任何一个炼油企业都有催化裂化装置，并且有些炼油企业还有闲置的催化裂化装置，而另一方面，加氢能力不足、催化重整原料不足以及烷基化异构化等高辛烷值汽油组分生产工艺缺乏，对清洁油品生产工艺的需求非常迫切；同时国内管式裂解法制低碳烯烃原料不足导致乙丙烯供不应求。因此，依托催化裂化工艺和装置，发展清洁油品生产和增产乙丙烯降低其生产成本的技术是适合我国国情的，也是行之有效的。

近年来，催化裂化技术(含催化剂)呈快速发展态势，一些针对性很强的催化裂化技术竟相出现，MIP、MGD、FDFCC、两段提升管催化裂化新技术、催化汽油辅助提升管改质降烯烃新技术等已取得了工业化成果。最近一些其它专用技术，如催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程等也都取得了重大突破。

但是，这些新工艺过程所涉及加工的物料是高烯烃含量的，所涉及的催化剂都是专用的固体酸性催化剂，那么在反应过程中，烯烃化合物优先吸附和聚合是不可避免的，因此就会存在着催化剂的快速结焦和失活的问题。如果采用固定床工艺，则催化剂长寿命问题将是非常难以解决的，会成为该过程工业化的最大障碍。那么，针对这类催化剂快速结焦与快速失活而需要快速再生的特点，采用流态化反应再生工艺则是非常适合的，而这就需要建立单独的再生系统，其再生工艺可以借鉴常规的催化裂化再生工艺，具体的流态化形式按照具体的需要可以是鼓泡床、湍动床、快速床或者是它们有效合理的组合。

在进行这些新技术工艺工程研究开发时发现，单独作为一个新过程，由于为吸热过程，且生焦量较低，一般在1.5-2.0％左右，这些工艺将存在热量不足的问题。经热平衡核算证明，为了维持相应的反应温度和再生烧焦所需要的再生温度，上述生焦量是远远不够的。解决流态化工艺过程的反再系统热量不足问题的常规方法是在再生器内喷燃烧油，由于生焦量较低，燃烧油的喷入量会比较大，这一方面会增加这些过程的操作成本，另一方面也会增加这些过程的设备投资，竞争力不强。因此如果将上述新工艺与主催化裂化过程高效耦合在一起，一方面利用重油催化裂化过剩热量作为各新工艺能量来源，另一方面与重油催化裂化共用一些大型设备，将使这些新工艺不论在能量利用，还是设备投资等方面具有更大的竞争优势。在耦合技术开发过程中，由于各新技术采用与催化裂化不同的专用催化剂，将会出现多反应系统、双再生系统的耦合，因此，通过双再生系统实现热量和装备耦合该技术成功的关键，但目前还没有相关的技术文献披露。

发明内容

本发明要解决的技术问题是提出一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，实现了生产高品质清洁汽油、增产乙丙烯等目的；且生产的清洁汽油可以满足更严格的环保法规要求，乙丙烯的增产量可弥补管式裂解炉制低碳烯烃的缺口。

主流化催化反应器是常规重油催化裂化装置，依托常规重油催化裂化装置再增设一个单独的辅助流态化反应器，辅助流态化反应器可进行其它的反应过程如催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程等，两套流化催化过程采用各自专门的催化剂，并在各自的再生器内再生。考虑到常规重油催化裂化装置的热量是过剩的，通过与常规重油催化裂化再生装置相耦合，将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的新型流化催化反应过程所用。这一耦合工艺技术不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程，如主风机、烟机、旋分器等。

实现本发明所述方法的技术方案是这样的：

一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，含有雾化蒸汽的原料从重油催化裂化装置底部进入主提升管，与来自主再生器由水蒸汽提升的高温再生剂在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.0-3.5s，反应压力为0.1-0.4MPa的反应条件下进行接触、气化、混合、反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过主提升管反应器，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置和沉降器顶旋将主反应油气和催化剂分开，催化剂经过沉降器进入汽提段，经过汽提后进入主再生器，主反应油气离开沉降器进入主分馏系统进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离；

在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa的条件下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的提升管反应器底部，由预提升蒸汽向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-20.0s，反应压力为0.1-0.4MPa条件下进行接触、气化、混合和反应；

反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器，到其出口由高效气固快速分离装置将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器和汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经过斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的再生器。反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。

或者是在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa条件下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的反应器底部，由预提升蒸汽向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为2.0-20.0s，流化床部分的重量空速为0.1-100h^-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应；

反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器，反应油气和催化剂沉降器分开，催化剂进入汽提段，经过汽提蒸汽汽提后经过斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器；反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。

或者是在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引到催化剂提升管，再由提升蒸汽通过催化剂提升管提升到新型流化催化反应过程反应器内形成反应床层，催化剂提升管的上喷口在反应床层的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类通过喷头进入新型流化催化反应过程反应器床层的下部，与床层中的催化剂进行接触、气化、混合和反应；在新型流化催化反应过程反应器的反应床层内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，湍动床重量空速为0.1-100hr^-1，反应压力为0.1-0.4MPa；

反应后的催化剂进入新型流化催化反应过程反应器的汽提段，与自汽提段底部引入的汽提蒸汽进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气；汽提后的催化剂由斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器；

反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器的沉降段，再进入顶部旋风分离器与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气离开新型流化催化反应过程反应器后，进入油气分离系统。

或者是在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的快速床反应器的中下部，在快速床反应器内形成较密的流化床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类通过喷头进入快速床反应器的底部，与快速床反应器17中的催化剂进行接触、气化、混合和反应；在快速床反应器内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，专用催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0min，反应压力为0.1-0.4MPa；

然后，反应油气和催化剂进入新型流化催化反应过程反应器的稀相提升管，再通过设在稀相提升管顶部的出口快分装置将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段，与自汽提段底部引入的汽提蒸汽进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气，汽提后的催化剂由待生斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的再生器；

反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器的沉降段，再进入顶部旋风分离器与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气离开新型流化催化反应过程反应器后，进入油气分离系统。

以上所述的新型流化催化反应过程可以是催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程或其它流化催化过程。

以上抽述的新型流化催化反应过程所用的专用催化剂包括现有的催化裂化降烯烃催化剂、催化汽油芳构化深度降烯催化剂、新型的具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂，活性组分选自含或不含稀土和/或磷的改性的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷改性的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石、MCM-22中的一种或多种，或者通过Ge、Ga、Fe、Zn、P改性的新型分子筛ITQ、SSQ、H-galloaluminosilicate中的一种或多种。

综上所述，本发明所述方法的优点为：新型流化催化反应过程与常规重油催化裂化过程有效地相耦合，将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的新型流化催化反应过程所用；本发明不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程，如主风机、烟机、旋分器等，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合来实现生产高品质清洁汽油、增产乙丙烯等目的。生产的清洁汽油可以满足更严格的环保法规要求，烯烃含量可降低至20v％以下，硫含量降低60-70％，辛烷值提高到95以上。乙丙烯的增产量可弥补管式裂解炉制低碳烯烃的缺口。

附图说明

图1是本发明所述方法中采用的双反应再生系统的高效耦合流化催化反应装置；

图2是本发明所述方法中采用提升管的工作流程图；

图3是本发明所述方法中采用提升管加湍动床形式的工作流程图；

图4是本发明所述方法中采用湍动床形式的工作流程图；

图5是本发明所述方法中采用快速床形式工作流程图。

具体实施方式

本发明是在上述现有技术的基础上，提供一种具有双反应再生系统的高效耦合流化催化反应工艺方法。

本发明所述方法所依托的双反应再生系统的高效耦合流化催化反应装置如图1所示。

本发明的出发点是考虑到常规重油催化裂化反应再生系统A的过剩热量，提出与常规重油催化裂化反应再生系统A耦合，利用重油催化裂化装置过剩的热量为热量不足的其它新型流化催化反应再生系统B的反应过程所用。进料18进入新型流化催化过程反应器17进行反应，反应后的待生专用催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，进入到新过程反再系统的再生器11，反应油气25离开沉降器后，进入油气分离系统。原催化裂化再生系统的操作不变，进料1进入提升管反应器2中，进行反应后进入再生器3中，其催化裂化反应油气10离开沉降器后，进入油气分离系统分离。在新型流化催化反应过程反应器17内可进行其它的反应过程如催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程等，两套流化催化过程采用各自专门的催化剂，并在各自的再生器内再生。这一耦合工艺方法不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程，如主风机、烟机、旋分器等，即依托常规重油催化裂化装置，建立另一套新型流化催化反应过程反再系统，使用单独的催化剂，两套反再系统的再生器通过热量传递相互耦合，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合，以达到高品质清洁汽油的生产、增产乙丙烯等低碳烯烃的目的。

新增设的新型流化催化反应过程反应器可以是提升管形式的反应器，也可以是提升管加湍动床形式、快速床形式或者湍动床形式的反应器，并且任何一种形式的流态化反应器都带有单独的汽提系统和沉降系统，反应后的待生专用催化剂经过单独的汽提系统和沉降系统沉降和汽提后，进入新型流化催化反应过程反再系统的再生器。用烟气管道将主再生器的高温烟气引入副再生器的底部，利用CO的燃烧放热和高温烟气的潜热为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在副再生器的底部还引入空气使专用催化剂进行流化并再生。再生后的专用催化剂进入新型流化催化反应过程反再系统的反应器进行反应。

本发明所述方法流程可见图2，简述如下：原催化裂化反再系统的操作不变，即含有雾化蒸汽的原料1从底部进入主提升器2与来自主再生器3由水蒸汽4提升的高温再生剂5在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.0-3.5s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸汽与催化剂一起通过主提升管反应器2，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置6和沉降器顶旋7将主反应油气10和催化剂分开，催化剂经过沉降器8进入汽提段9，经过汽提后进入主再生器3。主反应油气10离开沉降器8进入主分馏系统进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离。

在原催化裂化装置主再生器3旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11，用烟气管道12将主再生器3的高温烟气从主再生器3顶部引入副再生器11的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在副再生器11的底部还引入空气13对副再生器11的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋14分离后，烟气15回到原催化裂化装置的烟机系统。

高温再生后的专用催化剂经过斜管16引入新型流化催化反应过程反再系统的提升管反应器17底部，由预提升蒸汽18向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类19在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-20.0s，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器17，到其出口由高效气固快速分离装置20将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器21和汽提段22，经过汽提蒸汽23汽提后经过斜管24进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11。反应油气25离开沉降器21后，进入油气分离系统。

本发明所述方法中采用提升管加湍动床形式的工作流程如图3所示：在本发明中，新型流化催化反应过程反应器形式为提升管加湍动床形式：在原催化裂化装置主再生器3旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11，用烟气管道12将主再生器3的高温烟气从主再生器3顶部引入副再生器11的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在副再生器11的底部还引入空气13对副再生器11的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋14分离后，烟气15回到原催化裂化装置的烟机系统。

高温再生后的专用催化剂经过斜管16引入新型流化催化反应过程反再系统的提升管反应器17底部，由预提升蒸汽18向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类19在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为2.0-20.0s，流化床部分的重量空速为0.1-100h^-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器17，反应油气和催化剂在沉降器21分开，催化剂进入汽提段22，经过汽提蒸汽23汽提后经过斜管24进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11。反应油气25离开沉降器21后，进入油气分离系统。

本发明所述方法中采用湍动床形式的工作流程如图4所示：本发明中的新型流化催化反应过程反应器形式为湍动床形式，在原催化裂化装置主再生器3旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11，用烟气管道12将主再生器3的高温烟气从主再生器3顶部引入副再生器11的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在副再生器11的底部还引入空气13对副再生器11的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋14分离后，烟气15回到原催化裂化装置的烟机系统。

高温再生后的专用催化剂经过斜管16引到催化剂提升管30，再由提升蒸汽18通过催化剂提升管30提升到新型流化催化反应过程反应器31内形成反应床层32，催化剂提升管30的上喷口在反应床层32的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类19通过喷头进入新型流化催化反应过程反应器床层32的下部，与床层32中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在新型流化催化反应过程反应器31的反应床层32内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，湍动床重量空速为0.1-100hr^-1，反应压力为0.1-0.4MPa。反应后的催化剂进入新型流化催化反应过程反应器31的汽提段22，与自汽提段22底部引入的汽提蒸汽23进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。

汽提后的催化剂由斜管24进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11。反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器31的沉降段33，再进入顶部旋风分离器26与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的反应油气25离开新型流化催化反应过程反应器后，进入油气分离系统。

本发明所述方法中采用快速床形式工作流程如图5所示：在本发明中新型流化催化反应过程反应器形式为快速床形式，在原催化裂化装置主再生器3旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11，用烟气管道12将主再生器3的高温烟气从主再生器3顶部引入副再生器11的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量，同时，在副再生器11的底部还引入空气13对副再生器11的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋14分离后，烟气15回到原催化裂化装置的烟机系统。高温再生后的专用催化剂经过斜管16引入新型流化催化反应过程反再系统的快速床反应器40的中下部，在快速床反应器40内形成较密的流化床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类18通过喷头进入快速床反应器40的底部，与快速床反应器40中的催化剂进行接触、气化、混合和反应。在快速床反应器40内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，专用催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0min，反应压力为0.1-0.4MPa。然后，反应油气和催化剂进入新型流化催化反应过程反应器的稀相提升管41，再通过设在稀相提升管41顶部的出口快分装置42将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段22，与自汽提段22底部引入的汽提蒸汽23进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气。

汽提后的催化剂由斜管24进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器11。反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器40的沉降段43，再进入顶部旋风分离器26与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气25离开新型流化催化反应过程反应器40后，进入油气分离系统。

本发明对新型流化催化反应过程所采用的专用催化剂包括现有的催化裂化降烯烃催化剂、催化汽油芳构化深度降烯催化剂、新型的具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂，活性组分选自含或不含稀土和/或磷的改性的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷改性的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石、MCM-22中的一种或多种，或者通过Ge、Ga、Fe、Zn、P改性的新型分子筛ITQ、SSQ、H-galloaluminosilicate中的一种或多种。

本发明的工艺技术的优点为新型流化催化反应过程(催化汽油催化裂解过程、催化汽油催化脱硫过程、液化气低温芳构化过程、C4烃类催化裂解过程等)与常规重油催化裂化装置相耦合，将常规重油催化裂化装置的过剩热量为热量不足的新型流化催化反应过程所用。这一耦合工艺技术不仅仅是利用了重油催化裂化装置的过剩热量，而且与其耦合后还可以充分利用重油催化裂化装置的其它公用工程，如主风机、烟机、旋分器等，实现包括过剩热量利用在内的与常规重油催化裂化装置的深层次的有效耦合来实现生产高品质清洁汽油、增产乙丙烯等低碳烯烃的目的。生产的清洁汽油可以满足更严格的环保法规要求，烯烃含量可降低至20v％以下，硫含量降低60-70％，辛烷值提高到95以上。乙丙烯的增产量可弥补管式裂解炉制低碳烯烃的缺口。

最后所应说明的是：以上实施例仅用以说明而非限制本发明的技术方案，尽管参照上述实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解：依然可以对本发明进行修改或者等同替换，而不脱离本发明的精神和范围的任何修改或局部替换，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims (6)

1、一种双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：

含有雾化蒸汽的原料从重油催化裂化装置底部进入主提升管，与来自主再生器由水蒸汽提升的高温再生剂在反应温度为460-530℃，重油原料预热温度为160-250℃，催化剂油料重量比为5-8，催化剂活性为50-70，反应时间为2.0-3.5s，反应压力为0.1-0.4MPa的反应条件下进行接触、气化、混合、反应；

之后，油气、水蒸汽与催化剂一起通过主提升管反应器，到主提升管反应器出口由高效气固快速分离装置和沉降器顶旋将主反应油气和催化剂分开，催化剂经过沉降器进入汽提段，经过汽提后进入主再生器；

主反应油气离开沉降器进入主分馏系统进行富气、粗汽油轻馏分、粗汽油重馏分、柴油、回炼油、油浆的分离；

在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa的条件下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的提升管反应器底部，由预提升蒸汽向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，反应时间为2.0-20.0s，反应压力为0.1-0.4MPa条件下进行接触、气化、混合和反应；

反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管反应器，到其出口由高效气固快速分离装置将改质油气和催化剂分开，催化剂进入沉降器和汽提段，经过水蒸汽汽提后经过斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。

2、根据权利要求1所述的双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：

在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa条件下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的反应器底部，由预提升蒸汽向上提升，然后与含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类在反应温度为350-600℃，汽油原料预热温度为40-200℃，催化剂油料重量比为2-20，专用催化剂活性为55-65，提升管段的反应时间为2.0-20.0s，流化床部分的重量空速为0.1-100h^-1，反应压力为0.1-0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应；

反应油气、水蒸汽与催化剂一起通过提升管，反应油气和催化剂沉降器分开，催化剂进入汽提段，经过水蒸汽汽提后经过斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器；反应油气离开沉降器后，进入油气分离系统。

3、根据权利要求1所述的双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：

在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引到催化剂提升管，再由提升蒸汽通过催化剂提升管提升到新型流化催化反应过程反应器内形成反应床层，催化剂提升管的上喷口在反应床层的顶部，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类通过喷头进入新型流化催化反应过程反应器床层的下部，与床层中的催化剂进行接触、气化、混合和反应；在新型流化催化反应过程反应器的反应床层内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，催化剂活性为50-65，湍动床重量空速为0.1-100hr^-1，反应压力为0.1-0.4MPa；

反应后的催化剂进入新型流化催化反应过程反应器的汽提段，与自汽提段底部引入的汽提蒸汽进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气；汽提后的催化剂由斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器；

反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器的沉降段，再进入顶部旋风分离器与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气离开新型流化催化反应过程反应器后，进入油气分离系统。

4、根据权利要求1所述的双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：

在催化裂化装置主再生器旁边设立新型流化催化反应过程反再系统的副再生器，用烟气管道将主再生器的高温烟气从主再生器顶部引入副再生器的底部，为新型流化催化反应过程反再系统补充热量；

同时，在副再生器的底部还引入空气对副再生器的专用催化剂进行流化并在温度为500-700℃，烧焦时间为1.0-30.0min，床层线速为0.2-2.5m/s，压力为0.1-0.4MPa下进行再生，烟气与夹带的催化剂颗粒经过顶旋分离后，烟气回到催化裂化装置的烟机系统；

高温再生后的专用催化剂经过斜管引入新型流化催化反应过程反再系统的快速床反应器的中下部，在快速床反应器内形成较密的流化床层，含有雾化蒸汽的催化裂化汽油馏分或液化气或C4烃类通过喷头进入快速床反应器的底部，与快速床反应器中的催化剂进行接触、气化、混合和反应；在快速床反应器内，维持反应温度为350-600℃，原料预热温度为40-300℃，专用催化剂活性为50-65，床层线速为0.6-2.5m/s，反应时间为0.1-10.0min，反应压力为0.1-0.4MPa；

然后，反应油气和催化剂进入新型流化催化反应过程反应器的稀相提升管，再通过设在稀相提升管顶部的出口快分装置将催化剂和反应油气分开，催化剂进入汽提段，与自汽提段底部引入的汽提蒸汽进行逆流接触，以汽提出催化剂夹带的油气；汽提后的催化剂由待生斜管进入新型流化催化反应过程反再系统的副再生器；

反应后的油气进入新型流化催化反应过程反应器的沉降段，再进入顶部旋风分离器与携带的催化剂进行分离，完全与催化剂分离的油气离开新型流化催化反应过程反应器后，进入油气分离系统。

5、根据权利要求1-4任一所述的双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：所述的新型流化催化反应过程可以是催化汽油催化裂解过程或催化汽油催化脱硫过程或液化气低温芳构化过程或C4烃类催化裂解过程。

6、根据权利要求1-4任一所述的双反应再生系统多效耦合流化催化反应工艺方法，其特征在于：所述的新型流化催化反应过程所用的专用催化剂为催化裂化降烯烃催化剂，或催化汽油芳构化深度降烯催化剂，或具有降烯、芳构、异构、脱硫多功能的催化剂，或活性组分选自含或不含稀土和/或磷的改性的Y型或HY型沸石，含或不含稀土和/或磷改性的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石、MCM-22中的一种或多种，或者通过Ge、Ga、Fe、Zn、P改性的新型分子筛ITQ、SSQ、H-galloaluminosilicate中的一种或一种以上。

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