CN1891791A - 一种加工焦化蜡油的方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种加工焦化蜡油的方法，该方法将催化裂化装置的提升管反应器的下部分为两个垂直并行的独立反应区，让焦化蜡油与其它比较优质的常规原料油进入不同的反应区进行催化裂化反应，在两个反应区内反应后的物流在所述提升管反应器的上部汇合，并一起通过提升管反应器，再进入沉降汽提系统。本发明还公开了一种用于上述加工焦化蜡油的装置，其在提升管反应器的下反应区设置两个垂直并列放置的第一管道和第二管道。本发明主要用于解决催化裂化过程掺炼焦化蜡油时，其中的碱性氮化物毒害催化剂的酸性活性中心，使裂化反应产品分布变差等问题。本发明在提高焦化蜡油掺入量的同时，液收率明显提高，汽柴油产品质量也得到明显改善。

Description

一种加工焦化蜡油的方法及装置

技术领域

本发明涉及一种加工焦化蜡油的方法及装置，特别是涉及一种延迟焦化中间馏分焦化蜡油的催化裂化加工工艺技术及装置。

背景技术

延迟焦化是重要的石油二次加工过程之一，对劣质原料有很强的适应能力。随着原油日趋重质化，劣质进口高硫原油比例不断增加，焦化过程得到了更大的关注，国内炼油企业加大了焦化装置的扩能改造。目前，国内焦化装置加工能力已达到4000万吨左右。

概括地讲，制约焦化过程发展的难题之一就是焦化蜡油合理的加工利用，是目前延迟焦化过程面临的主要问题。焦化蜡油作为焦化过程的中间馏份产物，通常约占焦化产品的20％～30％，它的大部分指标接近直馏蜡油，将焦化蜡油作为催化裂化原料生产价值更高的液化气、汽油和柴油是解决焦化蜡油出路的合理方案之一。

但是分析发现，焦化蜡油的芳烃含量及氮含量特别是碱性氮含量较高，芳烃含量一般为30％左右，氮含量在0.35％左右。由于碱性氮化物在催化裂化反应过程中能和催化剂酸性中心作用而降低催化剂的活性，表现在产物分布上是生焦率增加，轻质油收率下降。TOPSOE公司的研究结果认为，催化裂化进料中的氮每增加100μg/g，转化率降低0.3～0.5个百分点，汽油的体积损失和转化率损失接近1∶1，汽油溴价约增加2～3个单位；Engelhard公司的研究结果认为，原料总氮低于2000μg/g时，每增加100μg/g氮会使转化率损失0.7～0.9个百分点；ARCO公司指出，大多数催化裂化装置可耐2000μg/g总氮和1000μg/g碱氮。而我国焦化蜡油氮含量一般都在0.35％以上，远超出催化裂化装置对氮的限制要求，因此，焦化蜡油直接作为催化裂化装置进料时，将降低转化率和轻质油收率。焦化蜡油中氮含量尤其是碱性氮化合物含量及芳烃含量高决定了必须对焦化蜡油进行一定的预处理，或者改进催化裂化工艺。

国外焦化蜡油作为催化裂化原料时，通常都预先进行了加氢处理，如美国有一半以上、西欧约10％的催化原料进行了加氢处理。生产实践证明，焦化蜡油经加氢处理后，其硫、氮(尤其是碱性氮化物)含量明显下降，多环芳烃减少，残炭降低，且除去部分重金属，改善了其裂化性能，甚至优于直馏蜡油，是较好的裂化原料，可大大提高转化率和轻质油收率。抚顺石油化工研究院采用FCT催化剂，在6.4Mpa氢压、380℃及1.0hr^-1的条件下，对南京和长岭的焦化蜡油进行处理，氮脱出率达到80％以上。中国石化石油化工科学研究院对大庆、胜利、辽河和管输4种焦化蜡油先进行加氢预处理，然后对其催化裂化性能进行比较，发现经加氢处理后的焦化蜡油转化率提高，液化气和汽油收率上升而焦炭产率下降。

但是，由于受加氢技术、装置及氢源的限制，我国炼油企业很难像国外那样广泛地对焦化蜡油进行加氢处理，主要采用不加氢而直接进行催化裂化掺炼的方法，相应的措施有对焦化蜡油进行预处理改善焦化蜡油性质，或者是催化裂化工艺的改进。

文献报道了糠醛精制、有机酸中和碱性氮化物、无机酸脱除碱性氮化物、固体吸附剂脱除碱性氮化物、络合方法除去碱性氮化物以及复合溶剂萃取脱氮等，但目前仍处在实验室研究阶段。国外在50年代就利用润滑油溶剂精制装置进行催化循环油和焦化蜡油的精制，国内研究报道也较多。利用润滑油抽出液萃取焦化蜡油，能明显降低碱性氮化物和胶质含量，同时能提高焦化蜡油抽余油的收率。该工艺不使用新鲜溶剂，没有增加新溶剂消耗和回收的操作费用。但研究发现，糠醛脱氮能力虽然很强，可萃取后精制油收率很低，其选择性太差。

利用无机酸如盐酸、硫酸等处理焦化蜡油，使氮化物生成可溶盐而除掉，可脱除氮化物80％。但由于它比较适用于平均分子量为120至350的油品，且随着分子量的增大，脱氮率降低，因此对焦化蜡油中氮化物的脱出效果难以达到生产要求。借鉴络合物法润滑油脱氮机理，进行焦化蜡油碱性氮化物的脱除也是值得探索的路线，因为武汉石油化工研究院研制开发的WSQ-2型润滑油脱氮剂，在荆门炼油厂以及高桥石化炼油厂工业放大试验都取得很好的效果。中国石油大学(北京)研制的TTS和STS润滑油脱氮剂，也成功地应用于了润滑油的脱氮工艺，脱除了润滑油中90％以上的碱氮。但是，络和脱氮存在着络合金属价格昂贵和脱氮剂回收处理困难等问题。

在催化裂化掺炼焦化蜡油工艺改进方面，采用抗氮裂化催化剂是解决焦化蜡油碱氮问题的简便途径。研究表明，在相同微反活性下，酸中心密度高的分子筛作为催化剂活性组份对提高催化剂的活性有利；分子筛中稀土的存在也有利于抗氮；用酸性添加物作为氮的扑捉剂也是缓解氮中毒的重要途径。但是，由于焦化蜡油碱性氮含量高，目前采用的一些抗氮催化剂如RHZ-200、LC-7、CCC-1、RHZ-300效果甚微。

张瑞驰等针对焦化蜡油的特点，提出了催化裂化吸附转化法加工焦化蜡油工艺(DNCC)技术，申请并取得了中国发明专利(ZL 92114045.2)。该专利技术提出采用分段进料，FCC原料在提升管下部首先与再生剂接触，进行催化裂化反应，而焦化蜡油在提升管上部进料，与积炭催化剂接触，利用焦化蜡油在积炭催化剂上的吸附转化，一部分裂化成低分子产品，另一部分脱除部分硫、氮化合物等有害物转化成优质原料，达到精制焦化蜡油的目的，然后作为回炼油进行催化裂化反应。但该工艺存在回炼比增大，操作费用提高，环境污染等问题。

WO9955801公开了一种非线性进料的方法，将馏分油和劣质重油分别由不同的喷嘴注入同一提升管，或分别注入同一提升管的轴向划分的不同反应区。当不同性质的石油烃分别由不同的喷嘴注入同一提升管时，由于催化剂和反应油气的返混，必将对非线性进料的实施效果造成不良的影响。当不同性质的石油烃分别注入同一提升管的轴向分布不同反应区时，注入提升管下部反应区的石油烃的反应苛刻度较高，而注入提升管上部反应区的石油烃的反应苛刻度低，因而总的反应转化率和产品选择性会受到一定程度的影响，难以保证非线性进料的实施效果。

中国专利ZL00122842.0公开了一种催化裂化原料进料方法，即在提升管反应器内部的再生催化剂入口上方设置油剂分布器，将提升管反应器的中下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的烃类原料喷嘴；来自再生器的高温催化剂在各反应区内均匀分布；不同性质的烃类原料分别注入不同的反应区中，与高温再生剂接触并反应；反应后的物流在各自的反应区内沿提升管上行，离开油剂分布器后，各物流在继续沿提升管上行的过程中相互混合；分离反应产物，待生剂经气提、再生后返回提升管反应器循环使用。中国专利ZL00122836.6公开了一种催化裂化油剂接触方法，即在提升管内部的预提升介质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴；来自再生器的高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或来自气提段的待生剂分别进入不同的反应区；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，在油剂分布器出口处汇合后，经蒸汽雾化的主原料接触并发生反应；分离反应产物，并对待生剂进行气提和再生，使上述油剂接触过程循环进行。这两个专利都提出了将质量较好的原料油如直馏蜡油与裂化性能较差的原料油如减压渣油或焦化蜡油分别与相同或不同再生程度的催化剂在不同反应区内接触反应，然后再在提升管反应器内合适的位置汇合，改善了产品分布和产品质量。

但是，在催化裂化提升管反应器的进料段，原料油经过喷嘴雾化后，以60m/s左右的速度喷射入提升管反应器内。由于原料油气高速射流的引射和卷吸，催化剂颗粒也伴随着进行剧烈的运动，对反应器壁产生了强烈的冲刷。为了减少这一作用，工业实践中，提升管反应器上必须是偶数个喷嘴均匀对称布置，否则，提升管器壁很快即被磨打穿，影响其正常操作。上述专利由于将圆形横截面不均匀地划分为了2～4个区域，很难合理布置进料喷嘴，在工程上较难实施。

综上所述，现有的焦化蜡油加工技术都不能很好地解决焦化蜡油中存在的芳烃和氮对催化裂化工艺的影响。原料日益向重质化和多样化发展的今天，如何有效地利用催化裂化装置加工焦化蜡油将是各个炼厂提高效益和挖潜增效的一条有效途径。

发明内容

本发明的目的是解决焦化蜡油中存在的芳烃和氮对催化裂化工艺的影响的问题，并且充分利用现有的催化裂化装置有效地进行焦化蜡油的加工。

为了达到上述目的，本发明提出了一种加工焦化蜡油的方法，该方法将催化裂化装置的提升管反应器的下部分为两个垂直并行的独立反应区，让焦化蜡油与其它比较优质的常规原料油进入不同的反应区进行催化裂化反应，在两个反应区内反应后的物流在所述提升管反应器的上部汇合，并一起通过提升管反应器，再进入沉降汽提系统。

上述催化裂化反应的催化剂可经一个预提升段进入所述两个反应区，或分别经两个独立的预提升段进入所述两个反应区。

上述催化裂化反应的催化剂在进入预提升段之前还可先经一混合步骤：将20～60％的待生催化剂与再生催化剂混合，进行烧焦反应，反应后的温度降低的催化剂再进入所述预提升段。

上述常规原料油与焦化蜡油的反应条件为：预热温度为100～300℃，优选150～250℃，反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa。

本发明所用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，即焦化蜡油的催化裂化反应由重油催化裂化装置催化剂实现。例如，无定型硅铝催化剂或分子筛催化剂，其中，分子筛催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、b沸石、镁碱沸石中的一种或多种。

本发明还提供了一种加工焦化蜡油的装置，包括提升管反应器，将该提升管反应器分为上反应区和下反应区，所述上反应区的顶部连接有高效出口快速气固分离装置，所述下反应区设置为两个垂直并列放置的第一管道和第二管道，所述第一管道和第二管道的底部与预提升段顶部连接，所述第一管道和第二管道的顶部与上反应区底部连接。

上述下反应区长度为所述提升管反应器有效长度的5～50％，优选10～30％。

上述第一管道和第二管道的底部可汇合并连接一预提升段或上述第一管道和第二管道的底部可各设有一预提升段。

本发明还可在再生器旁边设立一个催化剂混合罐，该催化剂混合罐通过两斜管分别连接汽提段和再生器底部，还通过一斜管连接所述预提升段。

其中第一管道用于常规原料油的催化裂化反应，所述第二管道用于焦化蜡油的催化裂化发应，所述第一管道与第二管道的横截面积之比等于所述常规原料油与焦化蜡油的用量之比。例如，在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，第一管道和第二管道的横截面积之比为80∶20。

本发明通过将提升管下部在径向上分为两个垂直并行的独立反应区，让焦化蜡油与其它比较优质的原料油分开进料与反应，使再生剂免受焦蜡中碱性氮等污染物的毒害，达到了优质原料油充分裂化，得到优良的产品分布的效果。

本发明的工艺技术优点在于考虑到催化裂化掺炼焦化蜡油时，其中的碱性氮化物优先吸附到催化剂上，毒害催化剂的酸性活性中心，使裂化反应产品分布变差，从而提出了让焦化蜡油与其它比较优质的原料油分开进料的分区转化焦化蜡油的加工工艺方案，并且提出五种在工业催化裂化装置上能够方便实施的提升管反应器分区方案，在不影响其它比较优质的原料裂化反应的基础上，提高焦化蜡油的掺入量。与常规催化裂化掺炼焦化蜡油相比，本发明在提高焦化蜡油掺入量比例的同时，液收率有不同幅度的提高，时汽柴油产品质量也得到明显改善，从一定程度上解决我国焦化蜡油加工难的困扰。

附图说明

图1为本发明的加工焦化蜡油的方法和装置实施例1的示意图。

图2为本发明的加工焦化蜡油的方法和装置实施例2的示意图。

图3为本发明的加工焦化蜡油的方法和装置实施例3的示意图。

图4为本发明的加工焦化蜡油的方法和装置实施例4的示意图。

图5为本发明的加工焦化蜡油的方法和装置实施例5的示意图。

具体实施方式

以下结合附图详细说明本发明的方法和装置。

本发明提出的加工焦化蜡油的方法和装置的实施例1如图1所示。该方法为首先将常规催化裂化装置的提升管反应器1分为上下两个反应区，下反应区2和上反应区3，下反应区2的底部与一预提升段4的顶部相接，顶部与上反应区3的底部相接，上反应区3出口连接有高效出口快速气固分离装置5。包括上下两个反应区的提升管反应器长度称为提升管反应器的有效长度。下反应区2的长度为提升管反应器有效长度5～50％，优选10～30％。在此基础上，将下反应区2制成由两段圆管垂直并列放置、首尾均合一的结构，材质和制作方法同常规提升管反应器，形成两个垂直并行的独立反应区6和7。独立反应区6和7的横截面由常规原料油和焦化蜡油的流量的比例确定。如在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，独立反应区6和7的横截面积比例为80∶20。

其工艺过程为将预热温度为100～300℃，优选150～250℃的常规原料油8从反应区6底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区6与来自再生器14由预提升蒸汽17提升的温度为600～750℃，优选650～700℃的再生剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa的条件下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器1的上反应区3。预热温度为100～300℃，优选150～250℃的焦化蜡油9从反应区7底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区7与来自再生器14由预提升蒸汽17提升的温度为600～750℃，优选650～700℃的再生剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器1的上反应区3，与反应区6来的催化剂及油气混合后，通过提升管反应器1的上反应区，之后进入提升管反应器出口高效气固快速分离装置5、顶部旋风分离器10和沉降器11，在此将混合油气和催化剂分离后，混合油气12经过大油气管线进入主分馏系统进行富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆的分离；催化剂进入汽提段13汽提后，进入再生器14再生。再生后的催化剂15通过斜管16返回提升管反应器1底部的预提升段4，由预提升蒸汽17提升后，再分为两股进入下反应区2，分别与焦化蜡油8和常规原料油9接触反应，循环使用。

图2显示本发明加工焦化蜡油的方法和装置的实施例2。该装置首先将常规催化裂化装置的提升管反应器101分为上下两个反应区，下反应区102和上反应区103，下反应区102的底部与预提升段104及94的顶部相接，顶部与上反应区103的底部相接，上反应区103出口连接有高效出口快速气固分离装置105。下反应区102的长度为提升管反应器有效长度5～50％，优选10～30％。

将下反应区102制成由两段圆管垂直并列放置、上部相汇合的结构，材质和制作方法同常规提升管反应器，形成两个垂直并行的独立反应区106和107。在再生器1014底部设置两个再生剂斜管1016和916，分别连接预提升段104及94。独立反应区106和107的横截面由常规原料油和焦化蜡油流量的比例确定。如在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，独立反应区106和107的横截面积比例为80∶20。

其工艺过程为将预热温度为100～300℃，优选150～250℃的常规原料油108从反应区106底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区106与来自再生器1014由预提升蒸汽1017提升的温度为600～750℃，优选650～700℃的再生剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器101的上反应区103。预热温度为100～300℃，优选150～250℃的焦化蜡油109从反应区107底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区107与来自再生器1014由预提升蒸汽917提升的温度为600～750℃，优选650～720℃的再生剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器101的上反应区103，与反应区106来的催化剂及油气混合后，通过提升管反应器101的上反应区，之后进入提升管反应器出口高效气固快速分离装置105、顶部旋风分离器1010和沉降器1011，在此将混合油气和催化剂分离后，混合油气1012经过大油气管线进入主分馏系统进行富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆的分离；催化剂进入汽提段1013汽提后，进入再生器1014再生。

再生后的催化剂1015分两路离开再生器1014，一路通过斜管1016返回提升管反应器101底部的预提升段104，由预提升蒸汽1017提升进入反应区106，与常规原料油108接触反应，循环使用。另一路通过斜管916返回提升管反应器101底部的预提升段94，由预提升蒸汽917提升进入反应区107，与焦化蜡油109接触反应，循环使用。

本发明可在如图1所示的方式基础上，采用图3所示的实施例3进行实施。其中的装置为首先将常规催化裂化装置的提升管反应器21分为上下两个反应区，下反应区22和上反应区23，下反应区22的底部与预提升段24的顶部相接，顶部与上反应区23的底部相接，上反应区23出口连接有高效出口快速气固分离装置25。下反应区22的长度为提升管反应器有效长度5～50％，优选10～30％。将提升管反应器21的下反应区22制成由两段圆管垂直并列放置、首尾均合一的结构，材质和制作方法同常规提升管反应器，形成两个垂直并行的独立反应区26和27。独立反应区26和27的横截面由常规原料油和焦化蜡油流量的比例确定。如在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，独立反应区26和27的横截面积比例为80∶20。

另一方面，在再生器214旁边设立一个催化剂混合罐218，分别通过斜管219、斜管216、斜管221和管线223连接再生器214、预提升段24和汽提段213。

其工艺过程为用再生器214上设立的引出高温再生催化剂物流215的斜管219将再生催化剂215引到催化剂混合罐218的底部，同时，将20～60％的待生催化剂经斜管221也引入催化剂混合罐218中，两股催化剂在混合罐218底部引入的流化空气222的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线223返回再生器214中。另一部分待生剂经过斜管220返回再生器214中。混合后的温度降低的催化剂经斜管216进入提升管反应器21底部的预提升段24。

将预热温度为100～300℃，优选150～250℃的常规原料油28从反应区26底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区26与来自催化剂混合罐218由预提升蒸汽217提升的温度为580～730℃，优选620～670℃的催化剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为5～13，优选8～10，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器21的上反应区23。预热温度为100～300℃，优选150～250℃的焦化蜡油29从反应区27底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区27与来自催化剂混合罐218由预提升蒸汽217提升的温度为580～730℃，优选620～670℃的催化剂在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为5～13，优选8～10，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起通过向上进入提升管反应器21的上反应区23，与反应区26来的催化剂及油气混合后，通过提升管反应器21的上反应区，之后进入提升管反应器出口高效气固快速分离装置25、顶部旋风分离器210和沉降器211，在此将混合油气和催化剂分离后，混合油气212经过大油气管线进入主分馏系统进行富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆的分离；催化剂进入汽提段213汽提后，进入再生器214再生。再生后的催化剂215通过斜管216返回提升管反应器21底部的预提升段24，由预提升蒸汽217提升后，再分为两股进入下反应区22，分别与焦化蜡油28和常规原料油29接触反应，循环使用。

本发明还可以通过如图4所示的实施例4进行实施。其中的装置为首先将常规催化裂化装置的提升管反应器51分为上下两个反应区，下反应区52和上反应区53，下反应区52的底部与预提升段54及540的顶部相接，顶部与上反应区53的底部相接，上反应区53出口连接有高效出口快速气固分离装置55。下反应区52的长度为提升管反应器有效长度5～50％，优选10～30％。

将提升管反应器51的下反应区52制成由两段圆管垂直并列放置、上部相汇合的结构，材质和制作方法同常规提升管反应器，形成两个垂直并行的独立反应区56和57。独立反应区56和57的横截面由常规原料油和焦化蜡油流量的比例确定。如在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，独立反应区56和57的横截面积比例为80∶20。在再生器64旁边设立一个催化剂混合罐68，并通过一斜管69连接到催化剂混合罐68的底部。催化剂混合罐68通过一斜管66连接提升管反应器51底部的预提升段540，两外还通过斜管71和管线73连接汽提段63和再生器64。

实施例4的工艺过程为将预热温度为100～300℃，优选150～250℃的常规原料油58从反应区56底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入反应区56与来自再生器64由预提升蒸汽67提升的温度为600～750℃，优选650～700℃的再生剂65在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为4～12，优选6～9，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上进入提升管反应器51的上反应区53。在再生器64底部设置两个再生剂斜管69和76，再生后的催化剂65分两路离开再生器64，一路通过斜管76返回提升管反应器51底部的预提升段54，由预提升蒸汽67提升进入反应区56，与常规原料油58接触反应，循环使用。

用再生器64上设立的引出高温再生催化剂物流65的斜管69将再生催化剂65引到催化剂混合罐68的底部，同时，将20～60％的待生催化剂经斜管71也引入催化剂混合罐68中，两股催化剂在混合罐68底部引入的流化空气72的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线73返回再生器64中。另一部分待生剂经过斜管70返回再生器64中。

混合后的温度降低为580～730℃，优选620～670℃的催化剂经斜管66进入提升管反应器51底部的预提升段540，然后由预提升蒸汽77提升进入提升管反应器51下部的反应区57，与从反应区57底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入的预热温度为100～300℃，优选150～250℃的焦化蜡油59在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为5～13，优选8～10，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上流动，进入提升管反应器51的上反应区53，与反应区56来的催化剂及油气混合后，通过提升管反应器51的上反应区53，之后进入提升管反应器出口高效气固快速分离装置55、顶部旋风分离器60和沉降器61，在此将混合油气和催化剂分离后，混合油气62经过大油气管线进入主分馏系统进行富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆的分离；催化剂进入汽提段63汽提后，进入再生器64再生，然后循环使用。

本发明还可以通过如图5所示的实施例5进行实施。其中的装置为首先将常规催化裂化装置的提升管反应器81分为上下两个反应区，下反应区82和上反应区83，下反应区82的底部与预提升段84及840的顶部相接，顶部与上反应区83的底部相接，上反应区83出口连接有高效出口快速气固分离装置85。下反应区82的长度为提升管反应器有效长度5～50％，优选10～30％。将提升管反应器81的下反应区82制成由两段圆管垂直并列放置、上部相汇合的结构，材质和制作方法同常规提升管反应器，形成两个垂直并行的独立反应区86和87。独立反应区86和87的横截面由常规原料油和焦化蜡油流量的比例确定。如在常规催化裂化原料油中掺入20％的焦化蜡油，那么，独立反应区86和87的横截面积比例为80∶20。

在再生器94旁边设立一个催化剂混合罐98，分别通过斜管99、管线103、斜管96、斜管960和斜管61分别连接再生器94、预提升段84和840、汽提段93。

其工艺过程为，用再生器94上设立的引出高温再生催化剂物流95的斜管99将再生催化剂95引到催化剂混合罐98的底部，同时，将20～60％的待生催化剂经斜管61也引入催化剂混合罐98中，两股催化剂在混合罐98底部引入的流化空气102的流化下，一边混合，一边进行烧焦反应，夹带着少量催化剂的流化介质经过管线103返回再生器94中。另一部分待生剂经过斜管100返回再生器94中。

在催化剂混合罐98底部设置的两个催化剂斜管96和960，将其中的催化剂分两路引出催化剂混合罐98，一路通过斜管96去提升管反应器81底部的预提升段84，由预提升蒸汽97提升进入提升管反应器81下部的反应区86，与从反应区86底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入的预热温度为100～300℃，优选150～250℃的常规原料油88在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为5～13，优选8～10，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上流动，进入提升管反应器81的上反应区83。

从催化剂混合罐98出来的另一路催化剂通过斜管960去提升管反应器81底部的预提升段840，由预提升蒸汽970提升进入提升管反应器81下部的反应区87，与从反应区87底部通过圆周方向对称均匀分布的进料喷嘴进入的预热温度为100～300℃，优选150～250℃的焦化蜡油89在反应温度为460～550℃，优选480～510℃，剂油比为5～13，优选8～10，催化剂活性为50～70，优选58～65，反应时间为2.0～3.5s，优选2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa下进行接触、气化、混合和反应，油气、水蒸气与催化剂一起向上流动，进入提升管反应器81的上反应区83，与反应区86来的催化剂及油气混合后，通过提升管反应器81的上反应区83，之后进入提升管反应器出口高效气固快速分离装置85、顶部旋风分离器90和沉降器91，在此将混合油气和催化剂分离后，混合油气92经过大油气管线进入主分馏系统进行富气、粗汽油、轻柴油、回炼油、油浆的分离；催化剂进入汽提段93汽提后，进入再生器94再生。

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和/或者等同替换，而不脱离本发明的精神和范围。

Claims (10)

1、一种加工焦化蜡油的方法，其特征在于：将催化裂化装置的提升管反应器的下部分为两个垂直并行的独立反应区，让焦化蜡油与常规原料油进入不同的反应区进行催化裂化反应，在两个反应区内反应后的物流在所述提升管反应器的上部汇合，并一起通过所述提升管反应器，再进入沉降汽提系统。

2、根据权利要求1所述的加工焦化蜡油的方法，其特征在于：所述催化裂化反应的催化剂经一个预提升段进入所述两个反应区，或分别经两个独立的预提升段进入所述两个反应区。

3、根据权利要求1或2所述的加工焦化蜡油的方法，其特征在于：所述催化裂化反应的催化剂在进入预提升段之前先经一混合步骤：将20～60％的待生催化剂与再生催化剂混合，进行烧焦反应，反应后的温度降低的催化剂再进入所述预提升段。

4、根据权利要求1所述的加工焦化蜡油的方法，其特征在于：所述常规原料油与焦化蜡油的反应条件为：预热温度为100～300℃，反应温度为460～550℃，剂油比为4～12，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。

5、根据权利要求4所述的加工焦化蜡油的方法，其特征在于：所述常规原料油与焦化蜡油的反应条件为：预热温度为150～250℃，反应温度为480～510℃，剂油比为6～9，催化剂活性为58～65，反应时间为2.5～3.0s，反应压力为0.1～0.4MPa。

6、一种加工焦化蜡油的装置，包括提升管反应器，其特征在于：所述提升管反应器分为上反应区和下反应区，所述上反应区的顶部连接有高效出口快速气固分离装置，所述下反应区设置为两个垂直并列放置的第一管道和第二管道，所述第一管道和第二管道的底部与预提升段顶部连接，所述第一管道和第二管道的顶部与上反应区底部连接。

7、根据权利要求6所述的加工焦化蜡油的装置，其特征在于：所述下反应区长度为所述提升管反应器有效长度的5～50％。

8、根据权利要求7所述的加工焦化蜡油的装置，其特征在于：所述下反应区长度为所述提升管反应器有效长度的10～30％。

9、根据权利要求6所述的加工焦化蜡油的装置，其特征在于：所述第一管道和第二管道的底部汇合并连接一预提升段或所述第一管道和第二管道的底部各设有一预提升段。

10、根据权利要求6或9所述的加工焦化蜡油的装置，其特征在于：在所述再生器旁边设立一个催化剂混合罐，该催化剂混合罐通过两斜管分别连接汽提段和再生器底部，还通过一斜管连接所述预提升段。

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