一种双提升管催化裂化方法及其装置制造方法

一种双提升管催化裂化方法及其装置制造方法
【专利摘要】本发明公开了石油化工行业的一种双提升管催化裂化方法及其装置。方法包括：采用两根提升管分别进行重油催化裂化和轻烃催化改质；重油催化裂化的油剂接触时间为0.2～1.5s；两股反应物流由各自专用的旋风分离器进行气固分离；两股反应油气由各自专用的分馏塔进行分馏；两根提升管产生的待生催化剂经汽提后进入第一湍动床再生器与第二湍动床再生器烟气逆流接触烧去90％以上的生成焦炭，半再生催化剂进入第二湍动床再生器与主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热冷却，冷却后的再生催化剂返回两根提升管循环使用，再生过程中只向第二湍动床再生器直接输送主风。本发明公开了用于实现上述方法的双提升管催化裂化装置。
【专利说明】一种双提升管催化裂化方法及其装置

【技术领域】
[0001] 本发明涉及石油化工行业的一种双提升管催化裂化方法及其装置。

【背景技术】
[0002] 目前，石油化工行业所使用的常规催化裂化装置普遍存在以下几方面的缺点： 第一，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°C左右）；受装置热平衡限制，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， 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，使裂化气（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，催化汽油无法进 行单独改质，品质较低。多年来，国内外研究机构在克服上述常规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，其主要技术特征是：采 用双提升管催化裂化装置，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°C左右）且经过汽提的轻烃提 升管待生催化剂送入重油提升管底部的催化剂混合器，在催化剂混合器内与来自再生器的 再生催化剂混合后一起进入重油提升管，与重油进料接触。由于混合器中两股催化剂的热 交换作用，使混合催化剂的温度较低，实现了重油提升管"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。该技术存在着以下几点不足：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，该技术采用的是传统的提升管催 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，导致重油提升管的产品分布和催化 柴油的性质相对较差。
[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，其主要技术特征是：在再生器的下方设置一个再生催化剂冷却器，再生器内的再生催化 剂经再生催化剂输送管进入其中，与由冷却主风分布器通入再生催化剂冷却器内的冷却主 风混合换热。冷却后的再生催化剂进入提升管，与原料油进料接触。被加热的冷却主风经套 管与再生催化剂输送管之间的环形空间向上进入再生器内，与待生催化剂接触进行烧焦再 生。由于以上特征，该技术实现了重油提升管"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。该技术存在的不足之处是：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 贝U，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、经套管与再 生催化剂输送管之间的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，重油提升管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，再生器、套管与再生催化剂冷却器上下串联设置，使装置 的总高度较高。
[0005] 美国专利US6, 059, 958公开的一种重油催化裂化技术的主要特征是：将部分或全 部经外取热器冷却后的再生催化剂送至重油提升管底部，与来自再生器的高温再生催化剂 混合，混合再生催化剂在重油提升管内与重油进料接触。由于以上特征，该技术实现了重油 提升管"油剂低温接触、大剂油比"操作。存在的不足之处是：第一，采用经外取热器冷却 后的再生催化剂与来自再生器的高温再生催化剂混合降温的措施，导致该技术降低油剂接 触温度和提高剂油比的优势仅能体现于具有过剩热量的催化裂化装置。第二，采用的是传 统的提升管催化裂化反应器，重油提升管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，采用单个重油提升管反应器，无法实现对汽油的单独改 质。


【发明内容】

[0006] 本发明的目的是提供一种双提升管催化裂化方法及其装置，以解决现有的催化裂 化工艺所存在的降低再生催化剂温度的措施适用范围较窄（只适用于具有过剩热量的催 化裂化装置）、调节不够灵活（采用主风冷却再生催化剂因冷却主风量受限制而使冷却效 果受到影响）、进入重油提升管参与反应的催化剂活性较低（受轻烃待生催化剂混入的影 响）、重油提升管难以实现较短的油剂接触时间等问题。
[0007] 为解决上述问题，本发明采用的技术方案是：一种双提升管催化裂化方法，重油进 料在重油提升管内与催化剂接触混合并进行催化裂化反应，轻烃进料在轻烃提升管内与催 化剂接触混合并进行催化改质反应，重油反应物流和轻烃反应物流分别从重油提升管出口 和轻烃提升管出口经封闭管道进入各自专用的旋风分离器进行气固分离，分离出的重油反 应油气和轻烃反应油气分别进入各自专用的分馏塔进行分馏，重油待生催化剂和轻烃待生 催化剂经过汽提后进行湍动床再生，再生催化剂分别返回重油提升管和轻烃提升管循环使 用，其特征在于：重油进料的油剂接触时间为0. 2?1. 5s，经过汽提的重油待生催化剂和轻 烃待生催化剂进入第一湍动床再生器，与第二湍动床再生器烟气逆流接触并烧去90%以上 的生成焦炭，半再生催化剂向下进入第二湍动床再生器，与主风逆流接触烧去剩余的生成 焦炭并换热冷却，再生过程中只向第二湍动床再生器直接输送主风。
[0008] 用于实现上述方法的双提升管催化裂化装置，主要包括重油提升管、轻烃提升管、 沉降器、再生器，重油提升管的出口和轻烃提升管的出口分别通过封闭管道与各自专用的 旋风分离器入口相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密相段相连通，沉降器密相段为汽 提段，其特征在于：重油提升管反应段长度为10?20m，再生器包括第一湍动床再生器和 第二湍动床再生器，第一湍动床再生器位于第二湍动床再生器上方，两者同轴设置，由烟气 分布板隔开，第二湍动床再生器为一圆柱型筒体，第一湍动床再生器密相段与第二湍动床 再生器内径相同，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动床再生器密相段上部相连 通，第一湍动床再生器密相段底部通过半再生催化剂输送管与第二湍动床再生器相连通， 第二湍动床再生器底部分别通过重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输送管与重油 提升管底部和轻烃提升管底部相连通。
[0009] 所述的重油提升管可以沿其轴向间隔设置2?5层重油进料喷嘴，轻烃提升管可 以沿其轴向间隔设置2?5层轻烃进料喷嘴。
[0010] 本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器为公用沉降器，与 第一湍动床再生器和第二湍动床再生同轴设置，公用沉降器稀相段位于第一湍动床再生器 上方，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，混合待生催化剂汽提段位于第一湍动 床再生器稀相段内，重油提升管与轻烃提升管均自下而上由坚直段和水平段串联组成，重 油提升管水平段和轻烃提升管水平段分别穿过器壁进入公用沉降器稀相段上部，待生催化 剂输送管为混合待生立管，半再生催化剂输送管为半再生立管，重油再生催化剂输送管为 重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管。
[0011] 本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器包括重油反应沉降 器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器与第一湍动床再生器和第二湍动床再生同轴设置， 其稀相段位于第一湍动床再生器上方，轻烃反应沉降器与第一湍动床再生器和第二湍动床 再生器高低并列设置，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应沉降器 密相段为轻烃待生催化剂汽提段，重油待生催化剂汽提段位于第一湍动床再生器稀相段 内，重油提升管自下而上由坚直段和水平段串联组成，重油提升管水平段穿过器壁进入重 油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有坚直段，与轻烃反应沉降器同轴设置，并且穿过 轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括连通重油 待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的重油待生立管以及连通轻烃待 生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的轻烃待生斜管，半再生催化剂输送 管为半再生立管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃 再生斜管。
[0012] 本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置，所述的沉降器包括重油反应沉 降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器均与第一湍动床再生器和第二 湍动床再生器高低并列设置，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃反应 沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，重油提升管和轻烃提升管均只有坚直段，分别与 重油反应沉降器和轻烃反应沉降器同轴设置，并且分别穿过重油待生催化剂汽提段和轻烃 待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部和轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催 化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的重油 待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的轻烃待 生斜管，半再生催化剂输送管为半再生立管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃 再生催化剂输送管为轻烃再生斜管。
[0013] 与现有的催化裂化技术相比，采用本发明，具有以下的有益效果：
[0014] (1)采用单器供风（只向第二湍动床再生器直接输送主风，不向第一湍动床再生 器直接输送主风）、烟气串连（第二湍动床再生器烟气进入第一湍动床再生器）并在第一湍 动床再生器烧去沉积在待生催化剂上90%以上的生成焦炭的两段再生方式，第二湍动床再 生器不仅用于烧去半再生催化剂上剩余的焦炭，而且成为一个以主风对高温再生催化剂进 行冷却的再生催化剂冷却器。由于全部或绝大部分的主风都进入第二湍动床再生器，所以 能够充分利用主风的升温热来冷却高温再生催化剂。因此本发明可以在加工任何重油进料 的双提升管催化裂化装置上实现在维持第一湍动床再生器烧焦温度基本不变、即不对再生 效率产生较大影响的前提下有效降低再生催化剂的温度，从而实现在保持参与重油进料催 化裂化反应的催化剂活性的前提下，进行重油提升管"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、降低重油提升管的干气和焦炭的产率。同时也能够实 现在保持参与轻烃进料催化改质反应的催化剂活性的前提下，进行轻烃提升管"油剂低温 接触"操作，进而抑制热裂化反应、降低轻烃提升管的干气和焦炭的产率。
[0015] (2)再生催化剂的冷却程度（即再生催化剂与主风的换热量）通过控制第二湍动 床再生器密相高度（即改变再生催化剂与主风的换热时间）进行灵活调节，从而使对催化 裂化和催化改质的反应条件的控制更加灵活。
[0016] (3)本发明的第一湍动床再生器、第二湍动床再生器采用上下紧邻、叠置串连的设 置方式，使装置的总高度较低，因而装置投资和能耗较低。
[0017] (4)由于采用反应段长度较短的重油提升管反应器，可以实现较短的重油油剂接 触时间，从而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] 本发明可用于重油催化裂化和轻烃催化改质。
[0019] 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。

【专利附图】

【附图说明】
[0020] 图1是本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。
[0021] 图2是本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。
[0022] 图3是本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置的示意图。
[0023] 图1、图2和图3中，相同附图标记表示相同的技术特征。附图标记表示：
[0024] 1.公用沉降器，2.重油反应沉降器，3.轻烃反应沉降器，4.第一湍动床再生器， 5.第二湍动床再生器，6.外取热器，7.重油提升管，8.轻烃提升管，9.混合待生催化剂汽 提段，10.重油待生催化剂汽提段，11.轻烃待生催化剂汽提段，12a、12b、12c.重油进料喷 嘴，13a、13b、13c.轻烃进料喷嘴，14.重油反应粗旋风分离器，15.轻烃反应粗旋风分离器， 16.重油反应一级旋风分离器，17.轻烃反应一级旋风分离器，18.重油反应集气室，19.轻 烃反应集气室，20.再生器一级旋风分离器，21.再生器二级旋风分离器，22.烟气集气室， 23a、23b、23c、23d、23e.蒸汽分布管，24.烟气分布板，25.主风分布管，26a、26b.预提升介 质喷头，27.待生催化剂分配器，28.半再生催化剂分配器，29.混合待生立管，30.重油待 生立管，31.重油待生斜管，32.轻烃待生斜管，33.半再生立管，34.重油再生斜管，35.轻 烃再生斜管，36.外取热器催化剂入口管，37.低温催化剂循环管，38.低温催化剂输送管， 39.重油待生滑阀，40.轻烃待生滑阀，41.半再生塞阀，42.重油再生滑阀，43.轻烃再生滑 阀，44.外取热器入口滑阀，45.低温催化剂循环滑阀，46.低温催化剂输送滑阀，47a、47b、 47c.重油进料，48a、48b、48c.轻烃进料，49.从主风分布管25进入第二湍动床再生器5的 主风，50.水蒸汽，51.预提升介质，52.重油反应油气分馏塔进料，53.轻烃反应油气分馏塔 进料，54.第一湍动床再生器烟气，55a.重油反应粗旋风分离器14的出口管道与重油反应 一级旋风分离器16的入口管道之间形成的环隙，55b.轻烃反应粗旋风分离器15的出口管 道与轻烃反应一级旋风分离器17的入口管道之间形成的环隙，55c.半再生立管33与外套 管之间形成的环隙。

【具体实施方式】
[0025] 如图1所示，本发明的一种单沉降器双提升管催化裂化装置，主要包括重油提升 管7、轻烃提升管8、公用沉降器1、第一湍动床再生器4、第二湍动床再生器5。公用沉降器 1稀相段位于第一湍动床再生器4上方，第一湍动床再生器4位于第二湍动床再生器5上 方，三器同轴设置。公用沉降器1密相段为混合待生催化剂汽提段9,混合待生催化剂汽提 段9位于第一湍动床再生器4稀相段内，混合催化剂汽提段9底部通过混合待生立管29与 第一湍动床再生器4密相段上部相连通。第一湍动床再生器4密相段底部通过半再生立管 33与第二湍动床再生器5相连通。第二湍动床再生器5底部分别通过重油再生斜管34和 轻烃再生斜管35与重油提升管7底部和轻烃提升管8底部相连通。重油提升管7出口和 轻烃提升管8出口均位于公用沉降器1稀相段上部。
[0026] 第一湍动床再生器4设有外取热器6,外取热器6为上进下出式。第一湍动床再生 器4密相段下部通过外取热器催化剂入口管36与外取热器6入口相连通，外取热器6出口 分别通过低温催化剂循环管37和低温催化剂输送管38与第一湍动床再生器4密相段上部 和重油提升管7底部相连通。
[0027] 重油提升管7与轻烃提升管8结构相同，均自下而上由坚直段和水平段串联组成。 重油提升管7坚直段与轻烃提升管8坚直段，其顶端均设有气垫弯头，底端均设有封头，底 部分别设有蒸汽分布管23d、23e，底部器壁上分别设有预提升介质喷头26a、26b。重油提升 管7坚直段与轻烃提升管8坚直段，沿其轴向分别间隔设有两层重油进料喷嘴12a、12b和 两层轻烃进料喷嘴13a、13b;重油提升管7水平段与轻烃提升管8水平段分别设有一层重 油进料喷嘴12c和一层轻烃进料喷嘴13c。重油提升管7水平段与轻烃提升管8水平段分 别穿过器壁进入公用沉降器1稀相段上部。通常，重油提升管7可以沿其轴向间隔设置2? 5层重油进料喷嘴，轻烃提升管8可以沿其轴向间隔设置2?5层轻烃进料喷嘴。
[0028] 公用沉降器1稀相段上部，设有1个重油反应粗旋风分离器14和1个轻烃反应粗 旋风分离器15,还设有1个重油反应一级旋风分离器16和1个轻烃反应一级旋风分离器 17。重油提升管7出口和轻烃提升管8出口分别通过封闭管道与重油反应粗旋风分离器 14入口和轻烃反应粗旋风分离器15入口相连接。重油反应粗旋风分离器14出口管道外 径比重油反应一级旋风分离器16入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和 对中，两根管道之间形成的环隙55a作为汽提物流进入重油反应一级旋风分离器16的通道 与公用沉降器1稀相段上部相连通。重油反应粗旋风分离器14底部和重油反应一级旋风 分离器16底部通过料腿与混合待生催化剂汽提段9相连通。重油反应一级旋风分离器16 出口通过封闭管道与重油反应集气室18相连通。轻烃反应粗旋风分离器15出口管道外径 比轻烃反应一级旋风分离器17入口管道内径小，且插入其中，同时以辅助内构件固定和对 中，两根管道之间形成的环隙55b作为汽提物流进入轻烃反应一级旋风分离器17的通道与 公用沉降器1稀相段上部相连通。轻烃反应粗旋风分离器15底部和轻烃反应一级旋风分 离器17底部分别通过料腿与混合待生催化剂汽提段9相连通。轻烃反应一级旋风分离器 17出口通过封闭管道与轻烃反应集气室19相连通。重油反应集气室18和轻烃反应集气室 19均位于公用沉降器1顶部，分别通过重油反应油气管线和轻烃反应油气管线与重油反应 油气分馏塔和轻烃反应油气分馏塔相连通。混合待生催化剂汽提段9底部设有蒸汽分布管 23a，混合待生立管29底部出口位于第一湍动床再生器4密相段上部，且与待生催化剂分配 器27相连通。通常，公用沉降器1稀相段上部可以设置1个重油反应粗旋风分离器14和1 个轻烃反应粗旋风分离器15,同时还可以设置1?4个重油反应一级旋风分离器16和1? 4个轻烃反应一级旋风分离器17。
[0029] 第一湍动床再生器4与第二湍动床再生器5之间由烟气分布板24隔开。第一湍 动床再生器4稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器20和两个再生器二级旋风分离 器21。其中，再生器一级旋风分离器20入口与第一湍动床再生器4稀相段相连通，再生器 一级旋风分离器20出口与再生器二级旋风分离器21入口通过封闭管道相连接，再生器二 级旋风分离器21出口通过封闭管道与位于第一湍动床再生器4顶部的烟气集气室22入口 相连接，烟气集气室22出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。通常，第一湍动床 再生器4稀相段上部可以设置1?6个再生器一级旋风分离器20和1?6个再生器二级 旋风分尚器21。
[0030] 第二湍动床再生器5为一圆柱型筒体，其底部设有主风分布管25,底端设有封头。 第二湍动床再生器5内径与第一湍动床再生器4密相段内径相同。半再生立管33的出口 位于第二湍动床再生器5底部，且通过一根与其同轴设置的外套管与设置于第二湍动床再 生器5中部或下部的半再生催化剂分配器28相连通，半再生立管22与所述的外套管之间 形成环隙55c。
[0031] 半再生立管33、重油再生斜管34、轻烃再生斜管35和外取热器催化剂入口管36 入口均采用淹流口形式且设置淹流斗。重油再生斜管34、轻烃再生斜管35、外取热器催化 剂入口管36、低温催化剂循环管37和低温催化剂输送管38上分别设有重油再生滑阀42、 轻烃再生滑阀43、外取热器入口滑阀44、低温催化剂循环滑阀45、低温催化剂输送滑阀46。 半再生立管33底部出口设有半再生塞阀41。为避免催化剂走短路，外取热器催化剂入口管 36入口与低温催化剂循环管37出口之间的距离不小于3米。
[0032] 图2所示本发明的一种双沉降器双提升管催化裂化装置，与图1所示本发明的一 种单沉降器双提升管催化裂化装置的主要不同之处是，该装置中，分别设立专用的重油反 应沉降器2和轻烃反应沉降器3。重油反应沉降器2稀相段位于第一湍动床再生器4上方， 重油反应沉降器2与第一湍动床再生器4和第二湍动床再生器5同轴设置，轻烃反应沉降 器3与第一湍动床再生器4和第二湍动床再生器5高低并列设置。重油反应沉降器2密相 段为重油待生催化剂汽提段10,重油待生催化剂汽提段10位于第一湍动床再生器4稀相段 内；轻烃反应沉降器3密相段为轻烃待生催化剂汽提段11。重油提升管7水平段穿过器壁 进入重油反应沉降器2稀相段上部。轻烃提升管8只有坚直段，与轻烃反应沉降器3同轴 设置，并且穿过轻烃待生催化剂汽提段11进入轻烃反应沉降器3稀相段上部；三层轻烃进 料喷嘴13a、13b，13c全部设置于轻烃提升管8坚直段上。重油反应集气室18和轻烃反应 集气室19分别位于重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3的顶部。重油反应沉降器2内 设有1个重油反应粗旋风分离器14和1个重油反应一级旋风分离器16,轻烃反应沉降器3 内设有1个轻烃反应粗旋风分离器15和1个轻烃反应一级旋风分离器17。重油待生催化 剂汽提段10底部设有蒸汽分布管23b，且通过重油待生立管30和待生催化剂分配器27与 第一湍动床再生器4密相段上部相连通；轻烃待生催化剂汽提段11底部设有蒸汽分布管 23c，且通过轻烃待生斜管32和待生催化剂分配器27与第一湍动床再生器4密相段上部相 连通。轻烃待生斜管32上设有轻烃待生滑阀40。通常，重油反应沉降器2稀相段上部可以 设置1个重油反应粗旋风分离器14和1?4个重油反应一级旋风分离器16,轻烃反应沉降 器3稀相段上部可以设置1个轻烃反应粗旋风分离器15和1?4个轻烃反应一级旋风分 尚器17。
[0033] 图3所示本发明的另一种双沉降器双提升管催化裂化装置，与图2所示本发明的 一种双沉降器双提升管催化裂化装置的主要不同之处是，该装置中，重油反应沉降器2与 第一湍动床再生器4和第二湍动床再生器5高低并列设置。重油提升管7只有坚直段，与 重油反应沉降器2同轴设置，并穿过重油待生催化剂汽提段10进入重油反应沉降器2稀相 段上部；三层重油进料喷嘴12a、12b，12c全部设置于重油提升管7坚直段上。重油待生催 化剂汽提段10通过重油待生斜管31和待生催化剂分配器27与第一湍动床再生器4密相 段上部相连通。重油待生斜管31上设有重油待生滑阀39。
[0034] 本发明中，各设备主体均为金属材质（通常为碳钢或不锈钢）。其中，混合待生立 管29、重油待生立管30、重油待生斜管31、轻烃待生斜管32、半再生立管33、重油再生斜管 34、轻烃再生斜管35、外取热器催化剂入口管36、低温催化剂循环管37、低温催化剂输送管 38、重油提升管7、轻烃提升管8、公用沉降器1、重油反应沉降器2、轻烃反应沉降器3、第一 湍动床再生器4、第二湍动床再生器5、外取热器6、重油反应粗旋风分离器14、轻烃反应粗 旋风分离器15、重油反应一级旋风分离器16、轻烃反应一级旋风分离器17、再生器一级旋 风分离器20、再生器二级旋风分离器21内部均内衬有隔热耐磨衬里。衬里的型号和厚度根 据各部位的操作温度和催化剂流动线速以及设备结构特点来确定。本发明所述的设备或管 道的内径，对于设有隔热耐磨衬里的设备或管道，均是指相应隔热耐磨衬里的内径。
[0035] 本发明中，重油提升管7总长度一般为40?60m，其中，反应段长度一般为10? 20m，预提升段长度一般为20?50m，反应段内径一般为400?2500mm，预提升段内径一般 为200?1300mm。对于图1和图2所示由坚直段和水平段串联组成的重油提升管7,坚直 段长度一般为30?55m，水平段的长度一般为5?10m。对于图3所示仅包括坚直段的重 油提升管7,坚直段长度一般为40?60m。
[0036] 本发明中，轻烃提升管8总长度一般为40?60m，其中，反应段长度一般为10? 30m，预提升段长度一般为10?50m，反应段内径一般为300?2000mm，预提升段内径一般 为150?1000mm。对于图1所示由坚直段和水平段串联组成的轻烃提升管8,坚直段长度 一般为30?55m，水平段的长度一般为5?10m。对于图2和图3所示仅包括坚直段的轻 烃提升管8,坚直段长度一般为40?60m。
[0037] 本发明中，重油提升管7和轻烃提升管8符合常规提升管催化裂化装置所采用的 提升管的一般特征。其各部分的具体长度可分别根据两根提升管的设计油剂接触时间、各 部分的设计线速，各沉降器和各再生器的结构尺寸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的设计计算方法加以确定。两根提升管各部分的 具体内径可分别根据各提升管的设计处理量、水蒸汽和预提升介质用量以及两根提升管各 部分的设计线速等参数，采用常规提升管催化裂化装置提升管的设计计算方法加以确定。
[0038] 本发明中，重油进料喷嘴与轻烃进料喷嘴属于现有常规设备，符合常规催化裂化 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两根提升管的结构尺寸、 设计处理量和雾化蒸汽量等操作条件采用常规催化裂化进料喷嘴的设计计算方法加以确 定。各层重油进料喷嘴和轻烃进料喷嘴的具体设置位置可分别根据各股重油进料和轻烃进 料所需要的油剂接触时间以及各提升管反应段的设计线速等参数进行计算确定。重油进料 喷嘴和轻烃进料喷嘴的具体材质可分别根据各股重油进料和轻烃进料的性质和操作条件 进行确定。
[0039] 本发明中，混合待生立管29内径一般为350?2200mm，重油待生立管30内径一般 为300?1800mm，重油待生斜管31内径一般为300?1800mm，轻烃待生斜管32内径一般 为200?1200mm，半再生立管33内径一般为350?2200mm，重油再生斜管34内径一般为 300?1800mm，轻烃再生斜管35内径一般为200?1200mm，外取热器催化剂入口管36内 径一般为150?900mm，低温催化剂循环管37内径一般为150?900mm，低温催化剂输送管 38内径一般为150?900mm。上述几根催化剂输送管属于现有常规设备，符合密相催化剂 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 以及装置的空间布局采用密相催化剂输送管道的设计计算方法加以确定。
[0040] 本发明中，第一湍动床再生器4密相段内径n-般为2400?16000mm，其稀相段内 径w-般为3000?20000mm，第二湍动床再生器5内径一般为2400?16000mm。第一湍动 床再生器4和第二湍动床再生器5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。可以根据第一湍动床再生器4的设计烧焦能力与烧焦强度、第一湍动床再生器4 各部位的设计线速，以及再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21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第一 湍动床再生器4各部位的具体结构尺寸。第二湍动床再生器5的内径与第一湍动床再生器 4密相段的内径n相同。可以根据第一湍动床再生器4与第二湍动床再生器5的温差范围， 第二湍动床再生器烟气夹带催化剂颗粒的浓度限额、第二湍动床再生器5的设计线速和内 径，以及主风分布管25的结构尺寸与支撑结构等参数条件，结合气固直接传热规律和输送 分离高度计算方法来确定第二湍动床再生器5的总高度。
[0041] 本发明中，公用沉降器1、重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器3属于现有常规设 备，符合常规提升管式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。
[0042] 本发明中，外取热器6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。
[0043] 本发明中，重油反应粗旋风分离器14、轻烃反应粗旋风分离器15、重油反应一级 旋风分离器16、轻烃反应一级旋风分离器17以及再生器一级旋风分离器20和再生器二级 旋风分离器21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。
[0044] 本发明中，蒸汽分布管23a、23b、23c、23d、23e和主风分布管25可米用树枝形分布 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。
[0045] 本发明中，预提升介质喷头26a、26b属于现有常规设备。其具体结构尺寸、设置位 置和空间布局可以根据装置的操作条件采用现有预提升介质喷头的设计计算方法加以确 定。
[0046] 本发明中，烟气分布板24可采用碟形、平板形或拱形分布板，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主风分布板的设计计算 方法加以确定。
[0047] 本发明中，半再生立管33、重油再生斜管34、轻烃再生斜管35和外取热器催化剂 入口管36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。
[0048] 本发明中，待生催化剂分配器27和半再生催化剂分配器28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催化剂分配器的设计计算 方法加以确定。
[0049] 采用图1所示的双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法如 下：三种重油进料47a、47b、47c在重油提升管7内与催化剂接触混合并进行油剂接触时间 为0. 2?1. 5秒的催化裂化反应，轻烃进料48a、48b、48c在轻烃提升管8内与再生催化剂 接触混合并进行催化改质反应。重油反应物流和轻烃反应物流分别进入公用沉降器1进行 气固分离，分离出的重油反应油气和轻烃反应油气分别进入重油反应油气分馏塔和轻烃反 应油气分馏塔进行分馏，分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入混合待生催化剂 汽提段9进行汽提。经过汽提的混合待生催化剂（包括重油待生催化剂和轻烃待生催化 齐U)进入第一湍动床再生器4与第二湍动床再生器烟气逆流接触烧去90%以上的生成焦 炭。半再生催化剂进入第二湍动床再生器5,与主风49逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换 热冷却，再生催化剂分别返回重油提升管7和轻烃提升管8循环使用。
[0050] 在以上操作过程中，重油提升管7同时处理三种重油进料47a、47b、47c，轻烃提升 管8同时处理三种轻烃进料48&、4813、48〇。根据反应需要，三种重油进料47 &、4713、47(3分别 从三层重油进料喷嘴12a、12b、12c进入重油提升管7,三种轻烃进料48a、48b、48c分别从三 层轻烃进料喷嘴13a、13b、13c进入轻烃提升管8。
[0051] 在以上操作过程中，第二湍动床再生器5内的再生催化剂分为两部分。其中一部 分从第二湍动床再生器5底部向下经重油再生斜管34进入重油提升管7底部，先由经蒸汽 分布管23d通入的水蒸汽50进行松动和流化，再由经预提升介质喷头26a通入的预提升介 质51提升上行一段距离后与重油进料47a、47b、47c接触。另一部分再生催化剂从第二湍 动床再生器5底部向下经轻烃再生斜管35进入轻烃提升管8底部，先由经蒸汽分布管23e 通入的水蒸汽50进行松动和流化，再由经预提升介质喷头26b通入的预提升介质51提升 上行一段距离后与轻烃进料48a、48b、48c接触。
[0052] 在以上操作过程中，重油反应物流从重油提升管7水平段经封闭管道进入位于公 用沉降器1内的重油反应粗旋风分离器14进行气固分离，分离出的气相物流进入重油反应 一级旋风分离器16进行进一步的气固分离；轻烃反应物流从轻烃提升管8水平段经封闭 管道进入位于公用沉降器1内的轻烃反应粗旋风分离器15进行气固分离，分离出的气相物 流进入轻烃反应一级旋风分离器17进行进一步的气固分离。汽提过程中产生的汽提物流 (被汽提出的烃类油气及其夹带的少量催化剂）分为两部分，一部分经环隙55a进入重油反 应一级旋风分离器16进行气固分离，另一部分经环隙55b进入轻烃反应一级旋风分离器17 进行气固分离。重油反应粗旋风分离器14分离出的重油待生催化剂、轻烃反应粗旋风分离 器15分离出的轻烃待生催化剂以及重油反应一级旋风分离器16和轻烃反应一级旋风分离 器17分离出的混合待生催化剂经各旋风分离器料腿进入混合待生催化剂汽提段，由经蒸 汽分布管23a通入的水蒸汽50进行汽提。重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气作 为重油反应油气分馏塔进料52经重油反应集气室18和重油反应油气管线进入重油反应油 气分馏塔进行分馏，轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气作为轻烃反应油气分馏 塔进料53经轻烃反应集气室19和轻烃反应油气管线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。
[0053] 在以上操作过程中，经过汽提的混合待生催化剂向下经混合待生立管29和待生 催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段上部，与从烟气分布板24进入第一湍动 床再生器4的第二湍动床再生器烟气接触。第一湍动床再生器烟气54及其夹带的少量催 化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器20和再生器二级旋风分离器21进行气固分离，分 离出的催化剂颗粒经再生器各旋风分离器的料腿返回第一湍动床再生器4密相段，分离出 的第一湍动床再生器烟气54经烟气集气室22和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0054] 在以上操作过程中，半再生催化剂从第一湍动床再生器4密相段底部向下经半再 生立管33、再向上经环隙55c和半再生催化剂分配器28进入第二湍动床再生器5,与从主 风分布管25进入第二湍动床再生器5的主风49接触。
[0055] 在以上操作过程中，全装置的热量平衡通过外取热器6进行辅助调节，即根据需 要将一部分半再生催化剂从第一湍动床再生器4密相段下部经外取热器催化剂入口管36 引入取热器6进行冷却。经过外取热器6冷却后的低温半再生催化剂可以经低温催化剂循 环管37全部返回第一湍动床再生器4密相段上部，或是经低温催化剂输送管38全部进入 重油提升管7底部。该冷却后的低温半再生催化剂或者分为两部分，一部分经低温催化剂 循环管37返回第一湍动床再生器4密相段上部，另一部分经低温催化剂输送管38进入重 油提升管7底部。外取热器6的操作条件，可以根据取热负荷的变化灵活调整。
[0056] 在将部分或全部经过外取热器6冷却后的低温半再生催化剂经低温催化剂循环 管37返回第一湍动床再生器5密相段上部时，需向低温催化剂循环管37内通入少量用于 输送催化剂的主风，这股主风将进入第一湍动床再生器4密相段参与烧焦。不属于上述情 况的，主风全部从主风分布管25进入第二湍动床再生器5,第一湍动床再生器4将完全使用 第二湍动床再生器烟气进行烧焦。主风量根据烧焦量来确定，满足以完全再生方式烧去全 部生成焦炭的需求。
[0057] 本发明所述的参与反应的催化剂，指的是进入重油提升管7底部和轻烃提升管8 底部的再生催化剂，或者是进入重油提升管7底部的再生催化剂与冷却后的低温半再生催 化剂所组成的混合催化剂。待生催化剂（包括重油待生催化剂和轻烃待生催化剂）在第一 湍动床再生器5内烧去90%以上的生成焦炭后，生成的半再生催化剂的活性相当于再生催 化剂活性的95%以上。
[0058] 在以上操作过程中，从第二湍动床再生器5进入重油提升管7和轻烃提升管8的 再生催化剂的流量分别由重油再生滑阀42和轻烃再生滑阀43进行调节，从第一湍动床再 生器4进入第二湍动床再生器5和外取热器6、从外取热器6返回第一湍动床再生器4、从 外取热器6进入重油提升管7的半再生催化剂的流量分别由半再生塞阀41、外取热器入口 滑阀44、低温催化剂循环滑阀45、低温催化剂输送滑阀46进行调节。
[0059] 采用图2所示双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法与采 用图1所示装置进行双提升管催化裂化方法的主要不同之处在于：轻烃进料在只有坚直段 的轻烃提升管8内进行催化改质反应。重油反应物流在重油反应沉降器2内进行气固分离， 轻烃反应物流在轻烃反应沉降器3内进行气固分离。重油待生催化剂在重油待生催化剂汽 提段10进行汽提，轻烃待生催化剂在轻烃待生催化剂汽提段11进行汽提。重油待生催化 剂在汽提过程中产生的汽提物流经环隙55a进入重油反应一级旋风分离器16进行气固分 离，轻烃待生催化剂在汽提过程中产生的汽提物流经环隙55b进入轻烃反应一级旋风分离 器17进行气固分离。经过汽提的重油待生催化剂向下经重油待生立管30和待生催化剂分 配器27进入第一湍动床再生器4密相段上部；经过汽提的轻烃待生催化剂向下经轻烃待生 斜管32和待生催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段上部，该股催化剂的流量 由轻烃待生滑阀40进行调节。
[0060] 采用图3所示双提升管催化裂化装置进行本发明双提升管催化裂化的方法与采 用图2所示装置进行双提升管催化裂化方法的主要不同之处在于：重油进料在只有坚直段 的重油提升管7内进行催化裂化反应。经过汽提的重油待生催化剂向下经重油待生斜管31 和待生催化剂分配器27进入第一湍动床再生器4密相段上部，该股催化剂的流量由重油待 生滑阀39进行调节。
[0061] 本发明中，重油提升管7可以同时加工1?5种重油进料。重油进料包括常压渣 油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱浙青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成 油、煤焦油。不同种类的重油进料根据反应需要，从沿重油提升管7的轴向设置在不同位置 的各层重油进料喷嘴进入重油提升管7,与催化剂接触并进行反应。轻烃提升管8可以同时 加工1?5种轻烃进料。轻烃进料包括催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、直馏汽 油、气压机凝缩油。不同种类的轻烃进料根据反应需要，从沿轻烃提升管8的轴向设置在不 同位置的各层轻烃进料喷嘴进入轻烃提升管8,与催化剂接触并进行反应。本发明所用的催 化剂，可以是现有的各种催化裂化催化剂（例如CC-20D)。
[0062] 本发明中，预提升介质51为蒸汽或干气，可以按需要选用。
[0063] 本发明中，重油提升管7的主要操作条件是：反应温度（重油提升管7出口温度） 一般为460?560°C，较好为470?550°C，最好为480?540°C;油剂接触时间一般为0. 2? 1. 5s，较好为0. 4?1. 2s，最好为0. 5?1.Os;总剂油比一般为5?20,较好为6?15,最 好为7?12 ;油气平均线速一般为8. 0?15.Om/s;参与反应的催化剂活性一般为58?75， 较好为62?72,最好为65?70。
[0064] 本发明中，轻烃提升管8的主要操作条件是：反应温度（轻烃提升管8出口温度） 一般为450?600°C，较好为480?580°C，最好为500?550°C;油剂接触时间一般为0. 2? 2. 5s，较好为0. 5?2. 0s，最好为0. 8?1. 5s;总剂油比一般为4?20,较好为6?15,最 好为7?12 ;油气平均线速一般为8. 0?15.Om/s;参与反应的催化剂活性一般为58?75， 较好为62?72,最好为65?70。
[0065] 本发明中，公用沉降器1的主要操作条件是：稀相温度一般为470?560°C，顶部 绝对压力一般为〇? 20?0? 38MPa。
[0066] 本发明中，重油反应沉降器2的主要操作条件是：稀相温度一般为470?550°C， 顶部绝对压力一般为〇? 20?0? 38MPa。
[0067] 本发明中，轻烃反应沉降器3的主要操作条件是：稀相温度一般为440?590°C， 顶部绝对压力一般为〇? 20?0? 38MPa。
[0068] 本发明中，混合待生催化剂汽提段9的主要操作条件是：汽提温度一般为480? 570°C，汽提时间为一般为1. 0?3. Omin，汽提蒸汽用量一般为2?5kg/teat(千克水蒸汽/ 吨催化剂）。
[0069] 本发明中，重油待生催化剂汽提段10的主要操作条件是：汽提温度一般为480? 560°C，汽提时间为一般为1. 0?3.Omin，汽提蒸汽用量一般为2?5kg/tcat。
[0070] 本发明中，轻烃待生催化剂汽提段11的主要操作条件是：汽提温度一般为450? 600°C，汽提时间为一般为1. 0?3.Omin，汽提蒸汽用量一般为2?5kg/tcat。
[0071] 本发明中，第一湍动床再生器4的主要操作条件是：密相温度一般为630? 730°C，密相气体线速一般为0. 7?1.Om/s，密相高度一般为8?15m(对于采用平板形烟 气分布板的装置，第一湍动床再生器4密相高度指第一湍动床再生器4密相床层料面与烟 气分布板24的距离；对于采用碟形或拱形烟气分布板的装置，第一湍动床再生器4密相高 度指第一湍动床再生器4密相床层料面与烟气分布板24曲面下端的距离），稀相气体线速 一般为〇. 4?0. 6m/s，稀相沉降高度一般为7?10m(第一湍动床再生器4稀相沉降高度 指再生器一级旋风分离器20入口与第一湍动床再生器4密相床层料面的距离），烧焦强度 一般为70?180kgAt，h)，烧焦时间一般为5. 0?10.Omin，顶部绝对压力一般为0? 22? 0. 40MPa〇
[0072] 本发明中，第二湍动床再生器5的主要操作条件是：密相温度一般为600? 700°C，密相气体线速一般为0. 7?1. 0m/s，密相高度一般为3?5m(第二湍动床再生器5 密相高度指第二湍动床再生器5密相床层料面与主风分布管25下端面的距离），稀相气体 线速一般为〇. 7?1. 0m/s，稀相高度一般为5?8m(对于采用平板形烟气分布板的装置， 第二湍动床再生器5稀相高度指第二湍动床再生器5密相床层料面与烟气分布板24的距 离；对于采用碟形或拱形烟气分布板的装置，第二湍动床再生器5稀相高度指第二湍动床 再生器5密相床层料面与烟气分布板24曲面下端的距离），烧焦强度一般为40?100kg/ (t?h)，烧焦时间一般为1. 0?3.Omin。
[0073] 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。
[0074] 对比例与实施例
[0075] 对比例
[0076] 在常规的单沉降器双提升管催化裂化中试装置上进行试验。该中试装置设置一个 湍动床再生器，不设置外取热器。重油提升管的设计处理量为60kg/d(千克/天），轻烃提 升管的设计处理量为24kg/d。重油提升管和轻烃提升管分别设置一层重油进料喷嘴和一层 轻烃进料喷嘴。
[0077] 对比例中，重油提升管加工的重油原料为大庆常压渣油，轻烃提升管加工的轻烃 原料为重油提升管所产的催化汽油，催化剂采用市售的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而言是指大庆常压渣油和回炼油、对于轻烃提升管 而言是指重油提升管所产的催化汽油。重油提升管模拟全回炼操作，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；轻烃提升管单程操作。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。。。
[0078] 重油原料性质见表1，对比例的主要操作条件及产品分布见表2,液体产品主要性 质见表3。
[0079] 实施例
[0080] 实施例1?5在近似于本发明图1所示的单沉降器双提升管催化裂化中试装置上 进行试验。与图1所示装置不同的是，该中试装置中，重油提升管设置两层重油进料喷嘴， 轻烃提升管设置两层轻烃进料喷嘴；不设置外取热器，没有外取热器催化剂入口管、外取热 器入口滑阀、低温催化剂循环管、低温催化剂循环滑阀、低温催化剂输送管、低温催化剂输 送滑阀。重油提升管的设计处理量为60kg/d，轻烃提升管的设计处理量为30kg/d。重油提 升管反应段和轻烃提升管反应段的内径可以根据工艺需要进行更改。
[0081] 实施例1?5中，重油提升管加工的重油原料为与对比例相同的大庆常压渣油， 轻烃提升管加工的轻烃原料为重油提升管所产的催化汽油，催化剂采用与对比例相同的市 售CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。实施例中，所述的进料对于重油提升管而言是指大庆 常压渣油和回炼油、对于轻烃提升管而言是指重油提升管所产的催化汽油，所述的原料对 于重油提升管而言是指大庆常压渣油、对于轻烃提升管而言是指重油提升管所产的催化汽 油。重油提升管模拟全回炼操作，重油原料与回炼油分别各从一层重油进料喷嘴进入重油 提升管；轻烃提升管单程操作，轻烃原料从一层轻烃进料喷嘴进入轻烃提升管。再生催化剂 的含碳量为〇. 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°C。
[0082] 实施例1的主要操作条件及产品分布见表4,液体产品主要性质见表5。实施例2 的主要操作条件及产品分布见表6,液体产品主要性质见表7。实施例3的主要操作条件及 产品分布见表8,液体产品主要性质见表9。实施例4的主要操作条件及产品分布见表10， 液体产品主要性质见表11。实施例5的主要操作条件及产品分布见表12,液体产品主要性 质见表13。
[0083] 表1重油原料性质（对比例，实施例1?5)
[0084]

【权利要求】
1. 一种双提升管催化裂化方法，重油进料在重油提升管内与催化剂接触混合并进行催 化裂化反应，轻烃进料在轻烃提升管内与催化剂接触混合并进行催化改质反应，重油反应 物流和轻烃反应物流分别从重油提升管出口和轻烃提升管出口经封闭管道进入各自专用 的旋风分离器进行气固分离，分离出的重油反应油气和轻烃反应油气分别进入各自专用的 分馏塔进行分馏，重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经过汽提后进行湍动床再生，再生催 化剂分别返回重油提升管和轻烃提升管循环使用，其特征在于：重油进料的油剂接触时间 为0. 2?1. 5s，经过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入第一湍动床再生器，与 第二湍动床再生器烟气逆流接触并烧去90%以上的生成焦炭，半再生催化剂向下进入第二 湍动床再生器，与主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭并换热冷却，再生过程中只向第二湍 动床再生器直接输送主风。
2. 依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：所述的重油提升管同 时加工1?5种重油进料，轻烃提升管同时加工1?5种轻烃进料。
3. 依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：将一部分半再生催化 剂从第一湍动床再生器密相段下部引入外取热器进行冷却，冷却后的半再生催化剂全部返 回第一湍动床再生器密相段上部或是全部进入重油提升管底部，或者是分为两部分，一部 分返回第一湍动床再生器密相段上部，另一部分进入重油提升管底部。
4. 依照权利要求1所述的双提升管催化裂化方法，其特征在于：所述的重油提升管的 操作条件是，反应温度为460?560°C，总剂油比为5?20,油气平均线速为8. 0?15. 0m/ s，参与反应的催化剂活性为58?75,轻烃提升管的操作条件是，反应温度为450?600°C， 油剂接触时间为〇. 2?2. 5s，总剂油比为4?20,油气平均线速为8. 0?15. Om/s，参与反 应的催化剂活性为58?75,第一湍动床再生器的操作条件是，密相温度为630?730°C，密 相气体线速为〇. 7?1. Om/s，密相高度为8?15m，稀相气体线速为0. 4?0. 6m/s，稀相沉 降高度为7?10m，烧焦强度为70?180kgAt ? h)，烧焦时间为5. 0?10. Omin，顶部绝对 压力0. 22?0. 40MPa，第二湍动床再生器的操作条件是，密相温度为600?700°C，密相气 体线速为〇. 7?1. Om/s，密相高度为3?5m，稀相气体线速为0. 7?1. Om/s，稀相高度为 5?8m，烧焦强度为40?lOOkgAt ? h)，烧焦时间为1. 0?3. Omin。
5. -种用于实现权利要求1所述方法的双提升管催化裂化装置，主要包括重油提升 管、轻烃提升管、沉降器、再生器，重油提升管的出口和轻烃提升管的出口分别通过封闭管 道与各自专用的旋风分离器入口相连接，旋风分离器通过料腿与沉降器密相段相连通，沉 降器密相段为汽提段，其特征在于：重油提升管反应段长度为10?20m，再生器包括第一湍 动床再生器和第二湍动床再生器，第一湍动床再生器位于第二湍动床再生器上方，两者同 轴设置，由烟气分布板隔开，第二湍动床再生器为一圆柱型筒体，第一湍动床再生器密相段 与第二湍动床再生器内径相同，汽提段底部通过待生催化剂输送管与第一湍动床再生器密 相段上部相连通，第一湍动床再生器密相段底部通过半再生催化剂输送管与第二湍动床再 生器相连通，第二湍动床再生器底部分别通过重油再生催化剂输送管和轻烃再生催化剂输 送管与重油提升管底部和轻烃提升管底部相连通。
6. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的重油提升管沿 其轴向间隔设置有2?5层重油进料喷嘴，轻烃提升管沿其轴向间隔设置有2?5层轻烃 进料喷嘴。
7. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器为公用 沉降器，与第一湍动床再生器和第二湍动床再生同轴设置，公用沉降器稀相段位于第一湍 动床再生器上方，公用沉降器密相段为混合待生催化剂汽提段，混合待生催化剂汽提段位 于第一湍动床再生器稀相段内，重油提升管与轻烃提升管均自下而上由坚直段和水平段串 联组成，重油提升管水平段和轻烃提升管水平段分别穿过器壁进入公用沉降器稀相段上 部，待生催化剂输送管为混合待生立管，半再生催化剂输送管为半再生立管，重油再生催化 剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管。
8. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器包括重 油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器与第一湍动床再生器和第二湍动床再生 同轴设置，其稀相段位于第一湍动床再生器上方，轻烃反应沉降器与第一湍动床再生器和 第二湍动床再生器高低并列设置，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段，轻烃 反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，重油待生催化剂汽提段位于第一湍动床再生 器稀相段内，重油提升管自下而上由坚直段和水平段串联组成，重油提升管水平段穿过器 壁进入重油反应沉降器稀相段上部，轻烃提升管只有坚直段，与轻烃反应沉降器同轴设置， 并且穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器稀相段上部，待生催化剂输送管包括 连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的重油待生立管以及连 通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上部的轻烃待生斜管，半再生催 化剂输送管为半再生立管，重油再生催化剂输送管为重油再生斜管，轻烃再生催化剂输送 管为轻经再生斜管。
9. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器包括重 油反应沉降器和轻烃反应沉降器，重油反应沉降器和轻烃反应沉降器均与第一湍动床再生 器和第二湍动床再生器高低并列设置，重油反应沉降器密相段为重油待生催化剂汽提段， 轻烃反应沉降器密相段为轻烃待生催化剂汽提段，重油提升管和轻烃提升管均只有坚直 段，分别与重油反应沉降器和轻烃反应沉降器同轴设置，并且分别穿过重油待生催化剂汽 提段和轻烃待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器稀相段上部和轻烃反应沉降器稀相段 上部，待生催化剂输送管包括连通重油待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段 上部的重油待生斜管以及连通轻烃待生催化剂汽提段底部与第一湍动床再生器密相段上 部的轻烃待生斜管，半再生催化剂输送管为半再生立管，重油再生催化剂输送管为重油再 生斜管，轻烃再生催化剂输送管为轻烃再生斜管。
10. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的第一湍动床再 生器设有外取热器，第一湍动床再生器密相段下部通过外取热器催化剂入口管与外取热器 入口相连通，外取热器出口分别通过低温催化剂循环管和低温催化剂输送管与第一湍动床 再生器密相段上部和重油提升管底部相连通。
11. 依照权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于：所述的重油提升管总 长度为40?60m，其中，预提升段长度为20?50m，反应段内径为400?2500mm，预提升段 内径为200?1300mm，轻烃提升管总长度为40?60m，其中，反应段长度为10?30m，预提 升段长度为10?50m，反应段内径为300?2000mm，预提升段内径为150?1000mm。第一 湍动床再生器密相段内径n为2400?16000mm，其稀相段内径w为3000?20000mm，第二 湍动床再生器内径为2400?16000mm。
【文档编号】C10G11/14GK104342197SQ201310346814
【公开日】2015年2月11日 申请日期:2013年8月3日 优先权日:2013年8月3日
【发明者】陈曼桥, 武立宪, 王文柯, 樊麦跃, 张亚西, 汤海涛 申请人:中石化洛阳工程有限公司, 中石化炼化工程（集团）股份有限公司