一种流化催化裂化装置

摘要

本发明公开了石油化工行业的一种流化催化裂化装置，主要包括反应段长度分别为5～15m和5～10m的第一管式反应器和第二管式反应器、沉降器和气固分离器、由折流管式再生器和湍动床再生器组成的再生器、一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器、低温再生催化剂罐，以及连接相关设备的管道。折流管式再生器主要由外壳、外管和内管组成，其中的外壳自下而上由外壳管、过渡段和出口管串联组成；外壳管与外管之间、外管与内管之间分别形成环形通道，内管底部的器壁上设有再生催化剂入口和待生催化剂入口，外壳管底部的器壁上设有主风入口管。本发明可用于重油催化裂化和汽油催化改质。

权利要求

1.一种流化催化裂化装置，设有管式反应器、气固分离设备、再生器、再生催化剂冷却器，管式反应器包括第一管式反应器和第二管式反应器，气固分离设备包括沉降器，沉降器的密相段为汽提段，其特征在于：第一管式反应器反应段的长度为5～15m，第二管式反应器反应段的长度为5～10m，气固分离设备还包括一个单独外置的气固分离器，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式再生器从外到内由外壳、外管和内管套置组成，其中的外壳自下而上由外壳管、过渡段和出口管串联组成，过渡段为圆台形筒体，外壳的外壳管与外管之间形成环形通道，外管与内管之间形成环形通道，内管底部的器壁上设有折流管式再生器的再生催化剂入口和待生催化剂入口，外壳管底部的器壁上设有主风入口管，外壳出口管的顶端敞口、作为折流管式再生器的出口，湍动床再生器位于折流管式再生器外壳管的上方，其密相段底端与折流管式再生器外壳的过渡段相连，再生催化剂冷却器包括一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器，第一管式反应器的出口与气固分离器相连，气固分离器的油气出口与第二管式反应器的油气入口相连，气固分离器的催化剂出口通过待生催化剂输送管与汽提段的上部相连，第二管式反应器的出口位于沉降器的稀相段上部且通过封闭管道与旋风分离器的入口相连，汽提段的底部通过待生催化剂输送管与折流管式再生器的待生催化剂入口相连，折流管式再生器的出口位于湍动床再生器的稀相段，湍动床再生器的密相段分别通过再生催化剂输送管与第一管式反应器的催化剂入口、一级再生催化剂冷却器的催化剂入口和折流管式再生器的再生催化剂入口相连，一级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管与二级再生催化剂冷却器的催化剂入口相连，二级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管与流化催化裂化装置所设的低温再生催化剂罐相连，低温再生催化剂罐的催化剂出口通过再生催化剂输送管与第二管式反应器的催化剂入口相连，低温再生催化剂罐的气体出口通过空气输送管与湍动床再生器的密相段下部相连。

2.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的第一管式反应器沿其轴向间隔设置有2～5层重油进料喷嘴。

3.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的一级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管与湍动床再生器的密相段相连。

4.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的一级再生催化剂冷却器的催化剂出口分别通过再生催化剂输送管与湍动床再生器的密相段和第一管式反应器的催化剂入口相连。

5.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述湍动床再生器的密相段通过再生催化剂输送管与汽提段的上部相连。

6.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的第一管式反应器为只有竖直管段的提升管反应器，其催化剂入口位于底部器壁上，气固分离器的主体为圆柱形筒体，气固分离器的油气出口和催化剂出口分别位于顶端和底端，第二管式反应器由竖直管段和水平管段串联组成，竖直管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器与气固分离器同轴设置，其出口位于气固分离器圆柱形筒体的中部，出口处设有惯性分离器，第二管式反应器的竖直管段与气固分离器同轴设置，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

7.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的第一管式反应器为只有竖直管段的下行管反应器，其催化剂入口位于顶部器壁上，气固分离器的主体为圆柱形筒体，气固分离器的油气出口和催化剂出口分别位于顶端和底端，第二管式反应器由斜管段和水平管段串联组成，斜管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器与气固分离器同轴设置，其出口位于气固分离器圆柱形筒体的中部，出口处设有惯性分离器，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

8.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的第一管式反应器为水平管反应器，气固分离器为外置式粗旋风分离器，第二管式反应器由竖直管段和水平管段串联组成，竖直管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器的出口通过封闭管道与外置式粗旋风分离器的入口相连，第二管式反应器的竖直管段与外置式粗旋风分离器同轴设置，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

9.依照权利要求1所述的流化催化裂化装置，其特征在于：所述的第一管式反应器的总长度为7～18m，第一管式反应器反应段的内径为400～2500mm，第二管式反应器的总长度为

7～13m，第二管式反应器反应段的内径为400～2500mm，折流管式再生器外壳的出口管的长度为8～12m，外壳管的长度为10～18m，折流管式再生器外管的长度为9～17m，折流管式再生器内管的长度为15～25m，折流管式再生器外壳的出口管的内径为1050～8000mm，外壳管的内径为2100～13300mm，折流管式再生器外管的内径为1600～11000mm，折流管式再生器内管的内径为1000～7000mm，湍动床再生器密相段的内径为2100～13300mm，稀相段的内径为3500～24000mm。

说明书

一种流化催化裂化装置

技术领域

[0001] 本发明涉及石油化工行业的一种流化催化裂化装置。

背景技术

[0002] 目前，石油化工行业所使用的常规流化催化裂化装置普遍存在着以下几方面的缺点：第一，采用湍动床再生器或湍动床与快速床相结合的再生器，烧焦强度较小。受再生动力学限制，再生温度较高，导致参与反应的再生催化剂温度较高(一般在700℃左右)。由于装置热平衡的限制，使重油提升管的剂油比相对较小，一般总剂油比为5～8(提升管的总剂油比为提升管内催化剂的重量循环量与提升管各股进料的重量流量总和之比)，从而使单位重量的重油进料所接触到的活性中心数较少，这在很大程度上抑制了催化裂化反应。同时，提升管中油剂的接触温度较高，在一定程度上促进了热裂化反应。第二，提升管反应器长度较长(一般超过30m)、油剂接触的时间较长(一般在4s左右，s为秒)，这在提高进料转化率的同时也加剧了裂化生成物的二次反应；表现为裂化气(包括干气和液化气)与焦炭的产率较高，汽、柴油馏分的收率较低；还使催化柴油的品质较差，不适于作为车用燃料调合组份。第三，采用单个常规的提升管反应器，缺乏对汽油催化改质的措施，汽油烯烃含量高、品质较低。第四，装置本身缺乏降低再生烟气中NOX含量的技术措施，导致再生烟气中NOX的含量较高；且降低烟气中NOX含量的方法多为使用降低催化裂化烟气NOX含量的助剂或烟气净化装置及设备，成本较高。多年来，国内外研究机构在克服上述常规流化催化裂化装置所存在的缺点方面做了大量的研究工作。

[0003] 中国专利CN100338185C公开的一种催化裂化方法及装置，其装置的主要技术特征是：采用两个提升管反应器，其中一个为重油提升管反应器，另一个为轻烃提升管反应器；轻烃提升管反应器待生斜管与重油提升管反应器底部设置的催化剂混合罐或重油提升管反应器再生斜管之间设有待生催化剂输送管。由于以上特征，该装置可利用双提升管催化裂化装置的技术优势，将部分或全部剩余活性较高(约相当于再生催化剂活性的90％)、温度较低(500℃左右)且经过汽提的轻烃提升管反应器待生催化剂与再生催化剂混合并换热后引入重油提升管反应器参与重油裂化反应。因此，实现了重油提升管反应器“油剂低温接触、大剂油比”操作，在一定程度上降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术的不足之处在于：第一，轻烃待生催化剂与再生催化剂混合，在一定程度上降低了重油提升管反应器内参与反应的催化剂的活性，对产品分布和产品 性质带来不利影响。第二，轻烃待生催化剂的循环量有限，使重油反应剂油比的提高幅度受到限制。第三，采用传统的提升管催化裂化反应器，喷嘴设置位置较低，重油提升管反应器的油剂接触时间实际上只能控制为2～4s，短于2s的反应时间很难实现。由于油剂接触时间较长，导致重油提升管反应器的产品分布和催化柴油的性质相对较差。第四，催化汽油的改质过程经历了重油提升管反应器反应油气的分馏操作，汽油的冷凝和再次气化过程产生大量的低温热，能耗较高。第五，装置本身未采取任何有助于降低再生烟气中NOX含量的措施。

[0004] 中国专利CN101575534B公开的一种降低催化裂化再生催化剂温度的装置与方法，其装置的主要技术特征是：在常规湍动床再生器的下方设置一个再生催化剂冷却器，再生催化剂冷却器底部设有主风分布器。再生催化剂冷却器与再生器之间以内外套置的两根管道相连，内管为再生催化剂输送管，外管与内管之间的环形空间为换热后的主风进入再生器的通道。再生催化剂冷却器的催化剂出口通过管道与重油提升管反应器的底部相连。由于以上特征，该装置可将再生催化剂引入再生催化剂冷却器与主风进行换热；换热后被加热的主风向上进入再生器内参与烧焦再生，同时被冷却的再生催化剂进入重油提升管反应器参与重油裂化反应。因此，实现了重油提升管反应器“油剂低温接触、大剂油比”操作，在一定程度上降低了干气、焦炭产率，提高了总液体收率。该技术的不足之处在于：第一，再生催化剂冷却器的筒体直径较小，因此就需要对由冷却主风分布器通入的冷却主风量进行限制。否则，大量再生催化剂冷却器内冷却后的再生催化剂将被加热的冷却主风夹带、经环形空间向上流入再生器内，形成催化剂内循环，影响装置正常操作。由于冷却主风量受限制，因而会影响对高温再生催化剂的冷却效果。第二，采用的是传统的提升管催化裂化反应器，重油反应很难实现较短的油剂接触时间，原因和后果与对CN100338185C的说明相似。第三，装置本身未采取任何有助于降低再生烟气中NOX含量的措施。

[0005] 美国专利US5,462,652公开的一种催化裂化工艺所涉及装置的主要技术特征是：反应沉降器顶部设有一个催化剂料斗且通过管道与设置于反应沉降器上方的催化剂罐相连，催化剂罐通过不同的管道与再生器和反应沉降器的密相段相连。反应沉降器稀相段内水平设有一个进料喷嘴，进料喷射方向所对应的反应沉降器器壁上开孔并连接有一个外置旋风分离器，外置旋风分离器通过料腿与反应沉降器的密相段相连。由于以上特征，该装置可采用与传统提升管反应器不同的油剂接触方式。催化剂由催化剂料斗的中心开口在重力作用下向下流动，喷嘴的进料喷射方向与催化剂流动方向成90度夹角。进料与催化剂接触后携带催化剂沿水平方向高速运动并发生反应，一部分催化剂颗粒与反应沉降器 器壁碰撞后即与反应油气分离，另一部分催化剂颗粒与反应油气一起进入外置旋风分离器进行气固分离。同时，一部分待生催化剂在催化剂罐内与再生催化剂混合并换热后参与重油裂化反应。因此，所述的装置在操作时在一定程度上缩短了反应时间，也实现了“油剂低温接触、大剂油比”操作，使产品分布得到改善。该技术的不足之处在于：第一，待生催化剂与再生催化剂混合，在一定程度上降低了参与反应的催化剂的活性，对产品分布和产品性质带来不利影响。第二，重油待生催化剂的活性很低，对参与重油反应的催化剂的活性影响很大，只能少部分地参与重油反应，从而使重油反应剂油比的提高幅度受到限制。第三，油剂接触区域的空间相对较大，重油反应的油剂接触时间尚未完全得到有效的控制，仍存在一定程度的二次反应。第四，缺乏对汽油催化改质的措施，汽油烯烃含量高。第五，装置本身未采取任何有助于降低再生烟气中NOX含量的措施。

发明内容

[0006] 本发明的目的是提供一种流化催化裂化装置，以解决现有的流化催化裂化装置分别存在的如下问题：降低再生催化剂温度和提高重油反应剂油比的调节措施不够灵活(采用主风冷却再生催化剂的方法因冷却主风量受装置的限制而使冷却效果受到影响，通过重油待生催化剂参与重油反应提高重油反应剂油比的方法因重油待生催化剂活性很低、只能少部分地参与重油反应而使重油反应剂油比的提高幅度受到限制，或是通过轻烃待生催化剂参与重油催化裂化反应提高重油反应剂油比的方法由于催化剂的循环量有限而使重油反应剂油比的提高幅度受到限制)，参与重油催化裂化反应的催化剂活性较低(受重油待生催化剂或轻烃待生催化剂混入的影响)，难以实现较短的油剂接触时间，缺乏对汽油催化改质的措施，催化汽油的改质过程能耗较高(由于在汽油的冷凝和再次气化过程中产生了大量的低温热)，装置本身未采取降低再生烟气中NOX含量的技术措施，等等。

[0007] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种流化催化裂化装置，设有管式反应器、气固分离设备、再生器、再生催化剂冷却器，管式反应器包括第一管式反应器和第二管式反应器，气固分离设备包括沉降器，沉降器的密相段为汽提段，其特征在于：第一管式反应器反应段的长度为5～15m，第二管式反应器反应段的长度为5～10m，气固分离设备还包括一个单独外置的气固分离器，再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式再生器从外到内由外壳、外管和内管套置组成，其中的外壳自下而上由外壳管、过渡段和出口管串联组成，过渡段为圆台形筒体，外壳的外壳管与外管之间形成环形通道，外 管与内管之间形成环形通道，内管底部的器壁上设有折流管式再生器的再生催化剂入口和待生催化剂入口，外壳管底部的器壁上设有主风入口管，外壳出口管的顶端敞口、作为折流管式再生器的出口，湍动床再生器位于折流管式再生器外壳管的上方，其密相段底端与折流管式再生器外壳的过渡段相连，再生催化剂冷却器包括一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器，第一管式反应器的出口与气固分离器相连，气固分离器的油气出口与第二管式反应器的油气入口相连，气固分离器的催化剂出口通过待生催化剂输送管与汽提段的上部相连，第二管式反应器的出口位于沉降器的稀相段上部且通过封闭管道与旋风分离器的入口相连，汽提段的底部通过待生催化剂输送管与折流管式再生器的待生催化剂入口相连，折流管式再生器的出口位于湍动床再生器的稀相段，湍动床再生器的密相段分别通过再生催化剂输送管与第一管式反应器的催化剂入口、一级再生催化剂冷却器的催化剂入口和折流管式再生器的再生催化剂入口相连，一级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管与二级再生催化剂冷却器的催化剂入口相连，二级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管与流化催化裂化装置所设的低温再生催化剂罐相连，低温再生催化剂罐的催化剂出口通过再生催化剂输送管与第二管式反应器的催化剂入口相连，低温再生催化剂罐的气体出口通过空气输送管与湍动床再生器的密相段下部相连。

[0008] 所述的第一管式反应器沿其轴向间隔设置有2～5层重油进料喷嘴。

[0009] 所述的一级再生催化剂冷却器的催化剂出口还可以通过再生催化剂输送管与湍动床再生器的密相段相连。

[0010] 或者是，所述的一级再生催化剂冷却器的催化剂出口还分别通过再生催化剂输送管与湍动床再生器的密相段和第一管式反应器的催化剂入口相连。

[0011] 所述湍动床再生器的密相段可以通过再生催化剂输送管与汽提段的上部相连。

[0012] 本发明的一种流化催化裂化装置，所述的第一管式反应器为只有竖直管段的提升管反应器，其催化剂入口位于底部器壁上，气固分离器的主体为圆柱形筒体，气固分离器的油气出口和催化剂出口分别位于顶端和底端，第二管式反应器由竖直管段和水平管段串联组成，竖直管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器与气固分离器同轴设置，其出口位于气固分离器圆柱形筒体的中部，出口处设有惯性分离器，第二管式反应器的竖直管段与气固分离器同轴设置，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生 催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

[0013] 本发明的另一种流化催化裂化装置，所述的第一管式反应器为只有竖直管段的下行管反应器，其催化剂入口位于顶部器壁上，气固分离器的主体为圆柱形筒体，气固分离器的油气出口和催化剂出口分别位于顶端和底端，第二管式反应器由斜管段和水平管段串联组成，斜管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器与气固分离器同轴设置，其出口位于气固分离器圆柱形筒体的中部，出口处设有惯性分离器，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

[0014] 本发明的另一种流化催化裂化装置，所述的第一管式反应器为水平管反应器，气固分离器为外置式粗旋风分离器，第二管式反应器由竖直管段和水平管段串联组成，竖直管段的底端为油气入口，催化剂入口位于水平管段上，第一管式反应器的出口通过封闭管道与外置式粗旋风分离器的入口相连，第二管式反应器的竖直管段与气固分离器同轴设置，一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器位于二级再生催化剂冷却器的上方，低温再生催化剂罐位于第二管式反应器水平管段的上方。

[0015] 与现有的流化催化裂化装置相比，采用本发明，具有以下的有益效果：

[0016] (1)由于再生器由折流管式再生器和湍动床再生器串联结合组成，并且湍动床再生器的密相段通过再生催化剂输送管与折流管式再生器的再生催化器入口相连，在装置操作过程中，待生催化剂与来自湍动床再生器温度较高的循环再生催化剂混合，确保了折流管式再生器具有较高的入口温度，使折流管式再生器可以达到较高的烧焦强度，从而使整个催化裂化装置两个再生器的综合烧焦强度(综合烧焦强度指一套催化裂化装置所包括的所有再生器在单位时间内的总烧焦量与所有再生器催化剂总藏量的比值)与常规湍动床再生技术相比有一定提高(湍动床再生器与管式再生器的一个显著区别就是湍动床再生器的催化剂藏量较大、热容也较大，不存在焦炭难以起燃问题。管式再生器的催化剂藏量较小、热容也较小，催化剂入口温度较低时焦炭难以起燃。经过汽提的待生催化剂的温度在500℃左右，若直接进入管式再生器，在此温度下焦炭难以起燃；即使能够起燃，烧焦速率也较低。本发明不存在这一问题)。从催化裂化装置热平衡关系来看，通过改变压力平衡使催化剂循环量增大可直接降低再生器催化剂床层的温度(对于本发明来说是可以降低折流管式再生器出口温度和湍动床 再生器密相温度)，而且这种调节是非常灵活的。因此本发明装置可以在第一管式反应器加工任何重油进料、实现在再生效率有一定提高的前提下有效降低并灵活调节参与第一管式反应器内催化裂化反应的再生催化剂温度，从而实现在保持参与反应的催化剂(全部为再生催化剂)活性的前提下，进行第一管式反应器“油剂低温接触、大剂油比”操作，进而抑制热裂化反应，促进催化裂化反应，降低干气和焦炭产率；同时使对催化裂化反应条件的控制更加灵活。

[0017] (2)由于第一管式反应器反应段的长度仅为5～15m，且第一管式反应器的出口与气固分离器相连，当以第一管式反应器进行重油催化裂化反应时，可以实现较短的油剂接触时间(0.3～1.2s)，从而有效抑制二次反应，使重油催化裂化产品分布和催化柴油的性质得到显著改善。

[0018] (3)由于再生催化剂冷却器由一级再生催化剂冷却器和二级再生催化剂冷却器串联组成，第二管式反应器的油气入口与气固分离器的油气出口相连，第二管式反应器的催化剂入口与二级再生催化剂冷却器的催化剂出口通过再生催化剂输送管以及低温再生催化剂罐相连，因而可以将第一管式反应器的反应油气直接(不经分馏过程)引入第二管式反应器，与经过两级冷却的低温再生催化剂(400～450℃)接触进行汽油低油剂接触温度、低反应温度(430～460℃)的催化改质反应。在此温度条件下，一段反应油气中的重油和柴油组分基本上不发生反应，从而在避免汽油冷凝和再次气化过程、使汽油催化改质过程的能耗有所降低的前提下实现对催化汽油的单独改质；同时也抑制了过程中的热裂化反应，可降低汽油催化改质的干气和焦炭产率，使催化汽油的性质显著改善且收率较高。

[0019] (4)由于第二管式反应器反应段的长度仅为5～10m，第二管式反应器的出口通过封闭管道与旋风分离器的入口相连，汽油催化改质反应可以实现较短的油剂接触时间(0.3～1.0s)，从而有效抑制汽油改质过程中不必要的副反应，实现汽油收率的最大化。

[0020] (5)折流管式再生器内管的底部设有主风分布管，折流管式再生器外壳的外壳管底部器壁上设有主风入口管。通过对通入折流管式再生器内管及外壳管与外管之间形成的环形通道的两股主风的风量进行合理分配，可以在避免折流管式再生器外壳管与外管之间形成的环形通道内由于一氧化碳燃烧导致设备飞温的前提下，在折流管式再生器内管及外管与内管之间形成的环形通道内对烟气中的NOX进行还原，以降低再生烟气中NOX的含量。详细说明，见本发明说明书的具体实施方式部分。

[0021] 本发明可用于重油催化裂化和汽油催化改质。

[0022] 下面结合附图、具体实施方式和实施例对本发明作进一步详细的说明。附图、具体实施方式和实施例并不限制本发明要求保护的范围。

附图说明

[0023] 图1是本发明的一种采用提升管反应器作为第一管式反应器的流化催化裂化装置的示意图。

[0024] 图2是本发明的一种采用下行管反应器作为第一管式反应器的流化催化裂化装置的示意图。

[0025] 图3是本发明的一种采用水平管反应器作为第一管式反应器的流化催化裂化装置的示意图。

[0026] 图4是本发明折流管式再生器的尺寸标注图。

[0027] 图1至图4中，相同附图标记表示相同的技术特征；附图标记表示：1.第一管式反应器，2.第二管式反应器，3.气固分离器，4.沉降器，5.汽提段，6.折流管式再生器，6a.折流管式再生器的外壳，6b.折流管式再生器的外管，6c.折流管式再生器的内管，6d.折流管式再生器的出口，6e.折流管式再生器外壳的外壳管与外管之间形成的环形通道，6f.折流管式再生器的外管与内管之间形成的环形通道，7.湍动床再生器，8.一级再生催化剂冷却器，9.二级再生催化剂冷却器，10.低温再生催化剂罐，11.沉降器粗旋风分离器，12.沉降器一级旋风分离器，13.再生器一级旋风分离器，14.再生器二级旋风分离器，15.反应集气室，16.烟气集气室，17、18.待生催化剂输送管，19、20、21、22、23、24、25、26、27.再生催化剂输送管，28.沉降器粗旋风分离器11的出口管道与沉降器一级旋风分离器12的入口管道之间形成的环隙，29.空气输送管，30a、30b、30c.重油进料喷嘴，31a、31b.蒸汽分布管，32a、32b.主风分布管，33.主风入口管，34.催化剂分布板，35a、35b.惯性分离器。

具体实施方式

[0028] 如图1所示，本发明的一种流化催化裂化装置，设有第一管式反应器1、第二管式反应器2、气固分离器3、沉降器4、折流管式再生器6、湍动床再生器7、一级再生催化剂冷却器8、二级再生催化剂冷却器9和低温再生催化剂罐10。第一管式反应器1为只有竖直管段的提升管反应器，其底部器壁上设有两个催化剂入口。第二管式反应器2由竖直管段和水平管段串联组成；竖直管段的底端为油气入口，水平管段的顶部设有催化剂入口，水平管段为主反应段。气固分离器3的主体为圆柱形筒体，顶端和底端分别设有封头，顶端封头和底端封头上分别设有油气出口和催化剂出口。沉降器4的密相段为汽提段5。

[0029] 折流管式再生器6从外到内由外壳6a、外管6b和内管6c套置组成，折流管式 再生器的外壳6a自下而上由外壳管、过渡段和出口管串联组成。内管6c底部的器壁上设有待生催化剂入口和再生催化剂入口(作为折流管式再生器6的待生催化剂入口和再生催化剂入口)，外壳6a的出口管沿轴向穿过湍动床再生器7的密相段，其顶端敞口、作为折流管式再生器的出口6d；出口6d处设有惯性分离器35a(伞帽型)。外壳6a、外管6b和内管6c均与湍动床再生器7同轴设置，湍动床再生器7位于折流管式再生器6外壳管的上方。

[0030] 一级再生催化剂冷却器8和二级再生催化剂冷却器9均为催化剂上进下出式的催化剂冷却器，且一级再生催化剂冷却器8位于二级再生催化剂冷却器9的上方。第一管式反应器1和第二管式反应器2的竖直管段均与气固分离器3同轴设置，沉降器4和气固分离器3分别与湍动床再生器7高低并列设置，低温再生催化剂罐10位于第二管式反应器2水平管段的上方。第一管式反应器1的出口位于气固分离器3圆柱形筒体的中部；气固分离器3的油气出口与第二管式反应器2的油气入口相连，气固分离器3的催化剂出口通过待生催化剂输送管17与汽提段5的上部相连。第二管式反应器2的出口位于沉降器4的稀相段上部，汽提段5的底部通过待生催化剂输送管18与折流管式再生器6的待生催化剂入口相连。

[0031] 低温再生催化剂罐10的主体为圆柱形筒体，顶端和底端分别设有封头。顶端封头和底端封头上分别设有气体出口和催化剂出口，圆柱形筒体的侧壁上设有入口。

[0032] 折流管式再生器的出口6d位于湍动床再生器7的稀相段。湍动床再生器7的密相段分别通过再生催化剂输送管19、20、26和27与第一管式反应器1的催化剂入口、一级再生催化剂冷却器8的催化剂入口、折流管式再生器6的再生催化剂入口和汽提段5的上部相连。一级再生催化剂冷却器8的催化剂出口分别通过再生催化剂输送管21、24和25与二级再生催化剂冷却器9的催化剂入口、湍动床再生器7的密相段和第一管式反应器1的催化剂入口相连。二级再生催化剂冷却器9的催化剂出口通过再生催化剂输送管22与低温再生催化剂罐10的入口相连，低温再生催化剂罐10的催化剂出口通过再生催化剂输送管23与第二管式反应器2的催化剂入口相连，低温再生催化剂罐10的气体出口通过空气输送管29与湍动床再生器7的密相段下部相连。

[0033] 第一管式反应器1穿过气固分离器3的底端封头进入气固分离器3，其顶部出口设有惯性分离器35b(伞帽型)。第一管式反应器1的底端设有封头，底部设有蒸汽分布管31b，沿其轴向间隔设置有3层重油进料喷嘴30a、30b、30c。通常，第一管式反应器1可以沿其轴向间隔设置2～5层重油进料喷嘴。

[0034] 沉降器4的稀相段上部设有1个沉降器粗旋风分离器11和2个沉降器一级旋 风分离器12。第二管式反应器2的出口通过封闭管道与沉降器粗旋风分离器11的入口相连。沉降器粗旋风分离器11出口管道的外径比沉降器一级旋风分离器12入口管道的内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对中；所述的出口管道与入口管道之间形成的环隙28作为汽提物流进入沉降器一级旋风分离器12的通道与沉降器4的稀相段相通。沉降器粗旋风分离器11的底部和沉降器一级旋风分离器12的底部分别通过料腿与汽提段5相通。沉降器一级旋风分离器12的出口通过封闭管道与反应集气室15相连。反应集气室15位于沉降器4的顶部，且通过反应油气管线与分馏塔相连(图略)。汽提段5的底部设有蒸汽分布管31a。通常，沉降器4的稀相段可以设置1个沉降器粗旋风分离器11和1～4个沉降器一级旋风分离器12。

[0035] 折流管式再生器外壳6a的过渡段为一圆台形筒体。外壳6a的外壳管底部的器壁上设有一层主风入口管33，其底端设有封头。外管6b的整体位于外壳6a的内部；外管6b顶端设有封头，底端敞口。内管6c穿过外壳管底端的封头进入外管6b内部，其顶端延伸至外管6b的上部且敞口；底端设有封头，底部设有主风分布管32a。外壳6a外壳管的底端(不含封头)与外管6b的底端位于同一水平面内，外管6b的顶端(不含封头)与内管6c的顶端位于同一水平面内。外壳6a的外壳管与外管6b之间形成环形通道6e，外管6b与内管6c之间形成环形通道6f。环形通道6e的横截面积与外壳6a的出口管的横截面积(按其内径计算)相等，环形通道
6f的横截面积与内管6c的横截面积(按其内径计算)相等，环形通道6f的横截面积与环形通道6e的横截面积之比为1∶1.1～1∶1.3。

[0036] 湍动床再生器7的稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器13和两个再生器二级旋风分离器14。其中，再生器一级旋风分离器13的入口与湍动床再生器7的稀相段相通，再生器一级旋风分离器13的出口通过封闭管道与再生器二级旋风分离器14的入口相连，再生器二级旋风分离器14的出口通过封闭管道与湍动床再生器7顶部的烟气集气室16的入口相连，烟气集气室16的出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连(图略)。湍动床再生器7的密相段底部设有主风分布管32b，底端不设封头、与折流管式再生器外壳6a过渡段的底端相连。湍动床再生器7的密相段与折流管式再生器外壳6a的外壳管的内径一般相同。通常，湍动床再生器7的稀相段可以设置1～6个再生器一级旋风分离器13和1～6个再生器二级旋风分离器14。

[0037] 再生催化剂输送管19、20、26和27的入口均采用淹流口形式，且设置淹流斗。待生催化剂输送管17和18以及再生催化剂输送管19、20、21、22、23、24、25、26和27上均设有催化剂循环量控制阀，以控制各管内催化剂的循环量。为 避免催化剂走短路，再生催化剂输送管20的入口与再生催化剂输送管24的出口之间的距离不小于3米。

[0038] 图2所示本发明的另一种流化催化裂化装置，与图1所示流化催化裂化装置在整体布置与设备结构上的主要不同之处是，该装置中，第一管式反应器1为只有竖直管段的下行管反应器。一级再生催化剂冷却器8的催化剂出口只分别通过再生催化剂输送管21和24与二级再生催化剂冷却器9的催化剂入口和湍动床再生器7的密相段相连。第一管式反应器1的顶端设有封头，催化剂入口位于顶部器壁上且只设有一个，催化剂入口的下方设有催化剂分布板34。第一管式反应器1穿过气固分离器3的顶端封头进入气固分离器3，其底部出口位于气固分离器3圆柱形筒体的中部，出口处设有惯性分离器35b(锥形挡板型)。第二管式反应器2由斜管段和水平管段串联组成，斜管段的底端为油气入口。

[0039] 图3所示本发明的另一种流化催化裂化装置，与图1所示流化催化裂化装置在整体布置与设备结构上的主要不同之处是，该装置中，第一管式反应器1为水平管反应器。一级再生催化剂冷却器8的催化剂出口只分别通过再生催化剂输送管21和24与二级再生催化剂冷却器9的催化剂入口和湍动床再生器7的密相段相连。第一管式反应器1只在催化剂入口端设有一个竖直向上的催化剂入口，催化剂入口端设有封头和蒸汽分布管31b。气固分离器3为外置式粗旋风分离器，第一管式反应器1的出口通过封闭管道与外置式粗旋风分离器的入口相连，第二管式反应器2的竖直管段与外置式粗旋风分离器同轴设置。连接气固分离器
3和汽提段5的待生催化剂输送管17为外置式粗旋风分离器的料腿。

[0040] 本发明中，各设备、管道的主体均为金属材质(通常为碳钢或不锈钢)，与催化剂接触的表面均可以设置耐磨材料，耐磨材料的型号和厚度根据各部位的操作温度和气体线速以及设备结构特点来确定。本发明所述设备或管道的内径均是指内直径；对于设有耐磨材料的设备或管道，均是指安装耐磨材料后的内直径。

[0041] 本发明中，第一管式反应器1的总长度一般为7～18m，其中反应段的长度(最邻近催化剂入口的重油进料喷嘴的喷射口到第一管式反应器1出口的距离)一般为5～15m，预流化段的长度(催化剂入口与最邻近催化剂入口的重油进料喷嘴的喷射口之间的距离)一般为2～3m，反应段的内径一般为400～2500mm，预流化段的内径一般为200～1300mm。

[0042] 本发明中，第二管式反应器2的总长度一般为7～13m，其中反应段长度一般为5～10m，反应段内径一般为400～2500mm。

[0043] 本发明中，第一管式反应器1和第二管式反应器2各部分的具体长度可分别 根据两个管式反应器的设计油剂接触时间、各部分的设计线速，以及整个催化裂化装置的压力平衡等参数，采用常规提升管催化裂化装置提升管反应器的设计计算方法加以确定。两个管式反应器各部分的具体内径可分别根据各自的设计处理量、水蒸汽用量以及两个管式反应器各部分的设计线速等参数，借鉴常规提升管催化裂化装置提升管反应器的设计计算方法加以确定。

[0044] 本发明中，重油进料喷嘴属于现有常规设备，符合常规催化裂化重油进料喷嘴的一般特征。其具体结构尺寸和空间布局可以分别根据第一管式反应器1的结构尺寸、设计处理量和雾化蒸汽量等操作条件，采用常规催化裂化重油进料喷嘴的设计计算方法加以确定。各层重油进料喷嘴的具体设置位置可根据各种重油进料所需要的油剂接触时间、第一管式反应器1反应段的设计线速等参数进行计算确定。重油进料喷嘴的具体材质可分别根据各股重油进料的性质和操作条件进行确定。

[0045] 本发明中，各待生催化剂输送管和再生催化剂输送管符合催化剂输送管道的一般特征。其具体结构和尺寸可以根据装置各催化剂循环线路的催化剂循环量、输送方式以及装置的空间布局，采用催化剂输送管道的设计计算方法加以确定。

[0046] 参见图4，本发明中，折流管式再生器外壳6a的出口管的长度p一般为8～12m，外壳管的长度q(不包括底端封头)一般为10～18m；折流管式再生器外管6b的长度v(不包括顶端封头)一般为9～17m，折流管式再生器内管6c的长度u(不包括底端封头)一般为15～25m。折流管式再生器外壳6a的出口管的内径一般为1050～8000mm，外壳管的内径一般为2100～13300mm，折流管式再生器外管6b的内径一般为1600～11000mm，折流管式再生器内管6c的内径一般为1000～7000mm；折流管式再生器外壳6a的过渡段圆台形筒体的母线与水平面的夹角一般为45～60度。

[0047] 本发明中，湍动床再生器7密相段的内径一般为2100～13300mm，稀相段的内径一般为3500～24000mm。

[0048] 本发明中，折流管式再生器6的结构和操作方式与常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器相比差别较大，需要根据整个催化裂化装置的压力平衡关系、折流管式再生器6的设计烧焦能力和烧焦强度及其各部位的设计线速，采用稀相管式再生器的设计计算方法确定其各部位的具体结构尺寸。

[0049] 本发明中，湍动床再生器7符合常规提升管催化裂化装置所采用的湍动床再生器的一般特征。可以根据湍动床再生器7的设计烧焦能力和烧焦强度及其各部位的设计线速以及再生器一级旋风分离器13和再生器二级旋风分离器14的结构尺寸与安装方式等参数条件，采用现有催化裂化装置湍动床再生器的设计计算 方法确定其各部位的具体结构尺寸。

[0050] 本发明中，对于图1和图2所示的催化裂化装置，其采用的气固分离器3的圆柱形筒体的高度一般为6～8m，内径一般为1～5m。其具体结构尺寸可以根据第一管式反应器1的设计处理量和水蒸汽用量，结合气固分离器3的操作条件，借鉴现有催化裂化装置沉降器的设计计算方法加以确定。

[0051] 本发明中，对于图3所示的催化裂化装置，其采用的气固分离器3为外置式粗旋风分离器，属于现有常规设备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。

[0052] 本发明中，沉降器4属于现有常规设备，符合常规提升管催化裂化装置沉降器的一般特征。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有催化裂化装置沉降器的设计计算方法加以确定。

[0053] 本发明中，一级再生催化剂冷却器8和二级再生催化剂冷却器9属于现有常规设备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有催化裂化装置外取热器的设计计算方法加以确定。

[0054] 本发明中，低温再生催化剂罐10的圆柱形筒体的高度一般为4～6m，内径一般为1～5m。其具体结构尺寸可以根据催化剂的循环量，采用现有催化裂化催化剂脱气缓冲罐的设计计算方法加以确定。

[0055] 本发明中，设置在第一管式反应器1出口处的惯性分离器35b可以采用常用的伞帽型分离器(如图1所示)、挡板型分离器(如图2所示)、倒L型分离器、T型分离器、三叶型分离器、弹射式分离器等。具体应用中，根据第一管式反应器1的结构特点以及对第一管式反应器1出口处气固分离效率的要求进行选择。

[0056] 本发明中，设置在折流管式再生器6出口处的惯性分离器35a可以采用常用的伞帽型分离器(如图1、图2、图3所示)、倒L型分离器、T型分离器、三叶型分离器、弹射式分离器等。具体应用中，根据折流管式再生器6的结构特点以及对其出口处气固分离效率的要求进行选择。

[0057] 本发明中，沉降器粗旋风分离器11、沉降器一级旋风分离器12、再生器一级旋风分离器13和再生器二级旋风分离器14均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件，采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。

[0058] 本发明中，蒸汽分布管31a、31b和主风分布管32a、32b可采用树枝形分布管或环形分布管，均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件，采用现有蒸汽分布管和主风分布管的设计计算方法加以确定。

[0059] 本发明中，主风入口管33不属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据进入 环形通道6e底部的主风量采用松动蒸汽入口管的设计计算方法加以确定。一般来说，主风入口管33设置一层，并采用偶数对称设置。

[0060] 本发明中，再生催化剂输送管19、20、26和27的入口处设置的淹流斗均属于现有常规设备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有淹流斗的设计计算方法加以确定。

[0061] 本发明中，催化剂分布板34属于现有常规设备。其具体结构和尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有催化剂分布板的设计计算方法加以确定。

[0062] 采用图1所示流化催化裂化装置进行本发明流化催化裂化的方法如下：反应分两段进行。一段反应中，重油进料在第一管式反应器1内进行油剂接触时间为0.3～1.2s的重油催化裂化反应，反应温度为460～560℃；一段反应物流进入气固分离器3进行气固分离。一段反应油气进入第二管式反应器2进行二段反应，二段反应为汽油催化改质反应，油剂接触时间为0.3～1.0s，反应温度为430～460℃；二段反应物流进入沉降器4，进行气固分离。
二段反应油气经反应油气管线进入分馏塔进行分馏。一段待生催化剂与二段待生催化剂均进入汽提段5进行水蒸汽汽提，之后一起进入折流管式再生器6，与来自湍动床再生器7密相段的循环再生催化剂混合后一并与主风顺流接触(待生催化剂与循环再生催化剂混合后与经主风分布管32a向折流管式再生器内管6c底部通入的主风首先在内管6c内一并向上流动，然后气固混合物经内管6c的顶端进入环形通道6f内向下流动，最后经外管6b的底端进入环形通道6e内、与经主风入口管33向环形通道6e底部通入的主风一并向上流动)烧去
90％以上的生成焦炭，生成半再生催化剂。半再生催化剂经外壳6a的出口管进入湍动床再生器7的密相段，与主风逆流接触(半再生催化剂在向下流动的同时与经主风分布管32b通入且向上流动的主风接触)烧去剩余的生成焦炭，生成再生催化剂。湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂直接返回第一管式反应器1循环使用，一部分再生催化剂先后经一级再生催化剂冷却器8、二级再生催化剂冷却器9冷却降温后返回第二管式反应器2循环使用。上述过程中，所述烧去生成焦炭的百分数，都是以重油进料催化裂化反应生成的焦炭重量为基准而言。

[0063] 在以上操作过程中，第一管式反应器1同时加工三种重油进料，三种重油进料分别从设置在第一管式反应器1不同轴向位置的三层重油进料喷嘴30a、30b和30c进入第一管式反应器1。湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管19进入第一管式反应器1的底部，由经蒸汽分布管31b通入的水蒸汽进行松动和预流化，并沿第一管式反应器1上行一段距离后与重油进料接触。

[0064] 在以上操作过程中，一段反应物流从第一管式反应器1的出口经惯性分离器35b(伞帽型)进入气固分离器3、通过惯性分离的方式进行气固分离。分离出的一段反应油气夹带少量的催化剂从气固分离器3顶部的油气出口进入第二管式反应器2，分离出的一段待生催化剂向下经待生催化剂输送管17进入汽提段5，由经蒸汽分布管31a通入的水蒸汽进行汽提。

[0065] 在以上操作过程中，二段反应物流从第二管式反应器2的出口经封闭管道进入沉降器粗旋风分离器11进行气固分离，分离出的气相物流进入沉降器一级旋风分离器12进行进一步的气固分离。在汽提段5中产生的汽提物流(被汽提出的烃类油气及其夹带的少量催化剂)经环隙28进入沉降器一级旋风分离器12进行气固分离。沉降器粗旋风分离器11和沉降器一级旋风分离器12分离出的二段待生催化剂及混合待生催化剂经各沉降器旋风分离器的料腿进入汽提段5，由经蒸汽分布管31a通入的水蒸汽进行汽提。二段反应油气和被汽提出的烃类油气作为分馏塔进料经反应集气室15和反应油气管线进入分馏塔进行分馏。

[0066] 在以上操作过程中，在汽提段5经过汽提的混合待生催化剂经待生催化剂输送管18进入折流管式再生器内管6c的底部，湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂作为循环再生催化剂经再生催化剂输送管26进入内管6c的底部。

[0067] 在以上操作过程中，经主风分布管32a向折流管式再生器内管6c底部通入的主风与经主风入口管33向环形通道6e底部通入的主风风量之比一般为1∶0.3～1∶0.5。通入折流管式再生器6的主风总风量根据折流管式再生器6的烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去90％以上生成焦炭的需求。因此在内管6c与环形通道6f内进行的再生过程为不完全再生；在不完全再生的条件下，烧焦生成的大量一氧化碳可将烧焦生成的NOX迅速还原为氮气。一氧化碳气体进入环形通道6e后与新鲜空气接触，可以继续燃烧转化成二氧化碳；一氧化碳燃烧产生的大量热量被催化剂颗粒均匀地带走，可以避免由于一氧化碳燃烧导致设备飞温。

[0068] 在以上操作过程中，半再生催化剂和折流管式再生器生成烟气由折流管式再生器的出口6d流出，经惯性分离器35a气固分离后向下进入湍动床再生器7的稀相段。半再生催化剂在重力作用下继续下行、直至进入湍动床再生器7的密相段。折流管式再生器生成烟气则由于流通截面积的迅速扩大而使线速大幅降低，并与湍动床再生器生成烟气以及它们夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器13和再生器二级旋风分离器14进行气固分离，分离出的催化剂颗粒经各再生器旋风分离器的料腿返回湍动床再生器7的密相段，分离出的再生烟气经烟气集气室16和烟气管线进入烟气能量回收系统。

[0069] 在以上操作过程中，湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂经再生催 化剂输送管20进入一级再生催化剂冷却器8进行一级冷却，使温度降至500～550℃。

[0070] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂可以全部经再生催化剂输送管21进入二级再生催化剂冷却器9进行二级冷却，待温度降至400～450℃后经再生催化剂输送管22进入低温再生催化剂罐10进行脱气，再经再生催化剂输送管23进入第二管式反应器2的水平管段，以达到精确控制二段反应温度并高效回收过剩热量的目的(实施例同此)。在低温再生催化剂罐10内脱除的空气，经空气输送管29进入湍动床再生器7的密相段下部参与烧焦。(注：下两段文字中二级冷却后的再生催化剂的温度及其流向如同本段所述。)[0071] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂也可以分为两部分，一部分经再生催化剂输送管24返回湍动床再生器7的密相段，另一部分经再生催化剂输送管21进入二级再生催化剂冷却器8进行二级冷却。或者是，一部分经再生催化剂输送管25进入第一管式反应器1的底部(以提高一段反应的剂油比)，另一部分经再生催化剂输送管21进入二级再生催化剂冷却器8进行二级冷却。

[0072] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂还可以分为三部分，一部分经再生催化剂输送管24返回湍动床再生器7的密相段，一部分经再生催化剂输送管25进入第一管式反应器1的底部，一部分经再生催化剂输送管21进入二级再生催化剂冷却器8进行二级冷却。

[0073] 在以上操作过程中，可将湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂经再生催化剂输送管27引入汽提段5的上部、与待生催化剂混合，使汽提段5维持适宜的床层温度，达到较好的汽提效果。

[0074] 在以上操作过程中，待生催化剂输送管17、18，再生催化剂输送管19、20、21、23、25和27以催化剂颗粒的重力作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂。再生催化剂输送管22和24包括催化剂下行段和上行段；其中在催化剂下行段以催化剂颗粒的重力作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂；在催化剂上行段以气流携带作为输送的推动力，采用稀相输送的方式输送催化剂。

[0075] 采用图2所示的流化催化裂化装置进行本发明流化催化裂化的方法与采用图1所示装置进行流化催化裂化的方法的主要不同之处在于：在下行管式的第一管式反应器1内进行一段反应。湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管19进入第一管式反应器1的顶部，由催化剂分布板34进行整流后靠重力沿第一管式反应器1下行一段距离后与重油进料接触。一段反应物流从第一管式反应器1的出口经惯性分离器35b(锥形挡板型)进入气固分离器3 进行气固分离。不将一部分经过一级冷却的再生催化剂引入第一管式反应器1。

[0076] 采用图3所示的流化催化裂化装置进行本发明流化催化裂化的方法与采用图1所示装置进行流化催化裂化的方法的主要不同之处在于：在水平管式的第一管式反应器1内进行一段反应。湍动床再生器7密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管19进入第一管式反应器1的入口端，由经蒸汽分布管31b通入的水蒸汽进行松动和预流化，并沿第一管式反应器1水平运行一段距离后与重油进料接触。一段反应物流从第一管式反应器1的出口经封闭管道进入气固分离器3，通过旋风分离的方式进行气固分离。不将一部分经过一级冷却的再生催化剂引入第一管式反应器1。

[0077] 本发明提到的百分数，除表示再生催化剂活性的和以v％表示体积百分数的以外，均为重量百分数。

[0078] 对比例与实施例

[0079] 对比例

[0080] 在CN1176189C图2所示现有常规双提升管催化裂化装置的中试装置上进行试验，其中的汽油提升管反应器本发明称之为轻烃提升管反应器。该中试装置重油提升管反应器的设计处理量为60kg/d(千克/天)，轻烃提升管反应器的设计处理量为24kg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器分别设置一层重油进料喷嘴和一层轻烃进料喷嘴。

[0081] 对比例中，重油提升管反应器加工的重油原料为大庆常压渣油，轻烃提升管反应器加工的轻烃原料为重油提升管反应器所产的催化汽油，催化剂采用CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。对比例中，所述的进料对于重油提升管反应器而言是指大庆常压渣油和回炼油，对于轻烃提升管反应器而言是指重油提升管反应器所产的催化汽油。重油提升管反应器模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经同一层重油进料喷嘴进入重油提升管反应器；轻烃提升管反应器单程操作。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。混合待生催化剂汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。

[0082] 重油原料性质见表1，对比例的主要操作条件、产品分布及烟气中的NO2含量见表2，液体产品主要性质见表3。

[0083] 实施例

[0084] 实施例在近似于本发明图1所示装置的流化催化裂化中试装置上按具体实施方式部分对图1所示装置的有关说明进行试验，不同之处是第一管式反应器设 置两层重油进料喷嘴，湍动床再生器的密相段与汽提段上部之间不设置再生催化剂输送管。第一管式反应器和第二管式反应器的设计处理量均为60kg/d。

[0085] 实施例中，第一管式反应器加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油，催化剂采用与对比例相同的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。所述的进料对于第一管式反应器而言是指大庆常压渣油和回炼油，对于第二管式反应器而言是指一段反应油气(其中柴油、重油组分为惰性组分、不发生反应，只有汽油组分发生反应)。第一管式反应器模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层重油进料喷嘴进入第一管式反应器。再生催化剂的含碳量为0.03％，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为480℃。向折流管式再生器内管通入的主风与向折流管式再生器外壳的外壳管与外管之间形成的环形通道通入的主风风量之比为1∶0.4。

[0086] 实施例的主要操作条件、产品分布及烟气中的NO2含量见表4，液体产品主要性质见表5。

[0087] 表1 重油原料性质(对比例，实施例)

[0088]重油原料 大庆常压渣油
密度，20℃，kg·m-3 900.2
残炭，％ 4.2
族组成，％  
饱和烃 62.3
芳烃 22.6
胶质+沥青质 15.1
-1
硫含量，μg·g 1450
氮含量，μg·g-1 2120
Ni，μg·g-1 4.3
V，μg·g-1 0.2

[0089] 表2 对比例的主要操作条件、产品分布及烟气中的NO2含量

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[0091] 表3 对比例的液体产品主要性质

[0092]

[0093] 表4 实施例的主要操作条件、产品分布及烟气中的NO2含量

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[0095] 表5 实施例的液体产品主要性质

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