内径一般为500~4500mm，内管3b稳流段的 内径一般为1200~8000mm ;折流管式再生器内管3b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。
[0033] 本发明中，端动床再生器4密相段的内径一般为1600~8000mm，稀相段的内径一 般为 3400 ~22000mm。
[0034] 本发明中，折流管式再生器3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3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。
[0035] 本发明中，湍动床再生器4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4的设计烧焦能力和烧焦强度、其各部位的设计线速 以及再生器一级旋风分离器12和再生器二级旋风分离器13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。
[0036] 本发明中，催化剂冷却器5的圆柱形筒体的高度一般为6~10m，其内径一般为 2400~16000mm，催化剂冷却器5的圆台形筒体的母线与水平面的夹角一般为45~60度。
[0037] 本发明中，沉降器2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。
[0038] 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。
[0039] 本发明中，粗旋风分离器9、一级旋风分离器10以及再生器一级旋风分离器12和 再生器二级旋风分离器13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。
[0040] 本发明中，蒸汽分布管15a、15b和主风分布管16a、16b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。
[0041] 本发明中，再生催化剂输送管19、20、21和22,其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。
[0042] 采用图1所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法如下：重油进料在提升 管1内与再生催化剂接触混合并进行油剂接触时间为〇. 3~1. 2s的催化裂化反应。反应 物流进入沉降器2进行气固分离，分离出的反应油气进入分馏塔进行分馏，分离出的待生 催化剂进入汽提段7进行汽提。经过汽提的待生催化剂进入折流管式再生器3,与来自湍动 床再生器4密相段的循环再生催化剂混合后一并与在催化剂冷却器5内与再生催化剂换热 后的主风26a顺流接触（待生催化剂和循环再生催化剂混合后与主风26a首先在折流管式 再生器3的内管3b内一并向上流动，再经内管3b顶端进入外管与内管之间形成的环形通 道3c内一并向下流动）烧去90%以上的生成焦炭，生成半再生催化剂。半再生催化剂进入 湍动床再生器4,与主风26b逆流接触（主风26b向上流动、半再生催化剂向下流动）烧去 剩余的生成焦炭。再生催化剂进入催化剂冷却器5与主风26a换热冷却后返回提升管1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。
[0043] 在以上操作过程中，提升管1同时处理三种重油进料25a、25b、25c。根据反应需 要，三种重油进料25a、25b、25c分别从三层进料喷嘴8a、8b、8c进入提升管1。催化剂冷却 器5内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管20进入提升管1的底部，由经蒸汽分 布管15b通入的水蒸汽27进行松动和流化，并沿提升管1上行一段距离后与重油进料25a、 25b、25c 接触。
[0044] 在以上操作过程中，反应物流从提升管1的出口经封闭管道进入粗旋风分离器9 进行气固分离，分离出的气相物流进入一级旋风分离器10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）经环隙进入一级旋风 分离器9进行气固分离。粗旋风分离器9和一级旋风分离器10分离出的待生催化剂经各 旋风分离器料腿进入汽提段7,由经蒸汽分布管15a通入的水蒸汽27进行汽提。反应油气 和被汽提出的烃类油气作为分馏塔进料28经反应集气室11和油气管线进入分馏塔进行分 馈。
[0045] 在以上操作过程中，经过汽提的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3b的底部，湍动床再生器4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21进入内管3b的底部。上述两股催化剂混合后与从内管3b底端 进入的主风26a(主风26a夹带少量的再生催化剂颗粒）接触。
[0046] 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 3d向下进入湍动床再生器4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4密相段与主风26b接触；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一起夹带着少量的催化剂颗粒依 次经再生器一级旋风分离器12和再生器二级旋风分离器13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4密相段，分离出的烟气29经烟气 集气室14和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0047] 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 要将一部分再生催化剂从湍动床再生器4的密相段经再生催化剂输送管22引入外取热器6 进行冷却，经过外取热器6冷却后的低温再生催化剂可以经再生催化剂输送管23全部返回 湍动床再生器4的密相段，或是经再生催化剂输送管24全部进入提升管1的底部。该冷却 后的低温再生催化剂或者分为两部分，一部分经再生催化剂输送管23返回湍动床再生器4 的密相段，另一部分经再生催化剂输送管24进入提升管1的底部。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。
[0048] 在以上操作过程中，从汽提段7进入折流管式再生器3的待生催化剂的循环量，从 催化剂冷却器5进入提升管1，从湍动床再生器4进入催化剂冷却器5和外取热器6,从外 取热器6分别返回和进入湍动床再生器4和提升管1的再生催化剂的循环量，均由各自的 催化剂流量控制阀进行调节。
[0049] 在以上操作过程中，待生催化剂输送管18、再生催化剂输送管19、20、21、22和24 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23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。
[0050] 本发明中，提升管1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、脱沥青油、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，从沿提升管1的轴向设置在不同位置的各层进 料喷嘴进入提升管1，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)。
[0051] 本发明中，提升管1的主要操作条件是：反应温度（提升管出口温度）一般为 460~560°C，较好为470~540°C，最好为480~520°C;油剂接触时间一般为0. 3~1. 2s， 较好为〇. 4~1. ls，最好为0. 5~1. Os ;总剂油比一般为5~15,较好为6~12,最好为 7~10 ;油气平均线速一般为8. 0~15. Om/s ;再生催化剂的活性一般为58~75,较好为 62~72,最好为65~70。
[0052] 本发明中，沉降器2的主要操作条件是：稀相温度一般为450~550°C，顶部绝对 压力一般为〇· 22~0· 40MPa。
[0053] 本发明中，汽提段7的主要操作条件是：汽提温度一般为460~560°C，汽提时间 为一般为1. 〇~3. Omin，汽提蒸汽用量一般为2~5kg/teat (千克水蒸汽/吨催化剂）。
[0054] 本发明中，折流管式再生器3的主要操作条件是：进入折流管式再生器3的循环再 生催化剂与经过汽提的待生催化剂的重量流量之比为一般为0.5 : 1~1.5 : 1，折流管 式再生器3的入口温度一般为600~640°C (折流管式再生器3入口温度为进入折流管式 再生器3的循环再生催化剂与待生催化剂和主风26a三者的混合温度），出口温度一般为 680~750°C，平均气体线速一般为3. 0~5. Om/s，烧焦强度一般为600~1200kgAt .h)， 烧焦时间一般为20~60s。主风26a的量根据折流管式再生器3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。
[0055] 本发明中，湍动床再生器4的主要操作条件是：密相温度一般为670~740°C，密