一种双提升管催化裂化装置及方法

一种双提升管催化裂化装置及方法
【专利摘要】本发明公开了一种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、再生器和催化剂冷却器，所述的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、湍动床再生器和催化剂冷却器自上而下同轴设置，折流管式再生器由外管和内管套置组成，催化剂冷却器的圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器的主风出口与折流管式再生器内管预流化段的底端相连接；沉降器底部与折流管式再生器的待生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道分别与重油提升管和轻烃提升管的底部相连通。采用本发明可以在加工多种重油进料和轻烃进料，可以实现较短的油剂接触时间，改善产品质量。
【专利说明】
一种双提升管催化裂化装置及方法
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装置及方法。
【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， 重油提升管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主风换热式催化剂冷却器，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主风换热式催 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，再生主风换热式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，大量再生主风换热式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。
[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。
[0006] 中国专利CN100338185C和美国专利US6, 059, 958所公开的两种催化裂化技术由 于采用未作任何改进的传统湍动床再生器，再生器催化剂循环量的提高会使再生器床层温 度降低进而降低再生效率；受此限制，都无法通过直接提高再生器的催化剂循环量来提高 重油提升管的剂油比，而是分别通过轻烃待生催化剂和外取热器冷却后的再生催化剂直接 参与重油催化裂化反应的方法来提高剂油比。由于上述两种催化剂的流量有限，使重油提 升管剂油比的提高幅度受到限制。

【发明内容】

[0007] 为解决现有的催化裂化工艺所存在的降低再生催化剂温度和提高重油提升管剂 油比的措施适用范围较窄、调节不够灵活、参与重油催化裂化反应的催化剂活性较低以及 重油提升管难以实现较短的油剂接触时间等问题，本发明提供了一种双提升管催化裂化装 置及方法。
[0008] 本发明提供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、再生器和催化剂冷却器，所述的再生器包括折流管式再生器和湍动床再生器，折流管式 再生器由外管和内管套置组成，内管自下而上由预流化段、过渡段和稳流段串连组成，内管 预流化段的底端为折流管式再生器的主风入口，预流化段中部的器壁上设有待生催化剂入 口和再生催化剂的入口，外管与内管的稳流段之间形成环形通道，环形通道的底端敞口作 为折流管式再生器出口，外管和内管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再 生器，外管穿过湍动床再生器的顶部进入湍动床再生器的稀相段下部，催化剂冷却器的主 体自下而上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器的 主风出口与折流管式再生器内管预流化段的底端相连接；湍动床再生器与催化剂冷却器同 轴设置并位于催化剂冷却器的上方，其底端通过催化剂冷却器的圆台形筒体与催化剂冷却 器隔开；沉降器底部通过管道与折流管式再生器的待生催化剂入口相连通，催化剂冷却器 的主风出口与折流管式再生器的主风入口相连接，折流管式再生器出口位于湍动床再生器 的稀相段下部，湍动床再生器的密相段分别通过管道与催化剂冷却器和折流管式再生器的 再生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道分别与重油提升管和轻烃提升管的 底部相连通。
[0009] 所述的重油提升管沿其轴向间隔设置2~5层进料喷嘴，重油提升管反应段的长 度为5~15m，轻烃提升管沿其轴向间隔设置2~3层轻烃进料喷嘴。
[0010] 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，重油反应沉降 器与轻烃反应沉降器分别与湍动床再生器并列设置，重油提升管仅有竖直段且与重油反应 沉降器同轴设置，并穿过重油待生催化剂汽提段进入重油反应沉降器的稀相段上部，轻烃 提升管仅有竖直段且与轻烃反应沉降器同轴设置，并穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃 反应沉降器的稀相段上部，折流管式再生器设有两个待生催化剂入口，重油待生催化剂汽 提段和轻烃待生催化剂汽提段分别通过管道与折流管式再生器的两个待生催化剂入口相 连接。
[0011] 本发明还提供了一种由上述催化裂化装置实现的双提升管催化裂化方法：重油进 料在重油提升管内与再生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的分馏塔进行分馏，分离出的 重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，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：重油提升管内的油剂接触时间为0. 3~1. 2s，经 过汽提的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂进入折流管式再生器与来自湍动床再生器的 循环再生催化剂混合，之后一并与来自催化剂冷却器的经过与再生催化剂换热后的折流管 式再生器主风顺流接触烧去90%以上的生成焦炭，半再生催化剂进入湍动床再生器与湍动 床再生器主风逆流接触烧去剩余的生成焦炭，再生催化剂向下进入催化剂冷却器与折流管 式再生器主风逆流接触换热进行冷却。
[0012] 与现有的催化裂化技术相比，采用本发明，具有如下的有益效果：
[0013] (1)由于采用折流管式再生器和湍动床再生器串连结合进行烧焦，并且待生催化 剂（包括重油待生催化剂和轻烃待生催化剂）在折流管式再生器内与来自湍动床再生器的 循环再生催化剂混合后一并与来自催化剂冷却器经过与再生催化剂换热温度较高的折流 管式再生器主风接触烧去90%以上生成焦炭的再生方式，确保了折流管式再生器具有较高 的入口温度和出口温度，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 术相比有一定的提高（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°C 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再生效率有一定提高的前提下有 效降低并灵活调节参与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产率；同时在大多数情 况下也能够实现在保持参与轻烃进料催化改质反应的催化剂（全部为再生催化剂）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 气和焦炭产率；并且使对重油进料催化裂化和轻烃进料催化改质的反应条件的控制更加灵 活。
[0014] (2)由于采用反应段长度较短的重油提升管和轻烃提升管，可以实现较短的重油 油剂接触时间和轻烃油剂接触时间，从而使重油催化裂化和轻烃催化改质产品分布以及催 化柴油的性质得到显著改善。
[0015] 本发明可用于重油催化裂化和轻烃催化改质。
【附图说明】
[0016] 图1是本发明的一种双提升管催化裂化装置的结构示意图；
[0017] 图2是本发明折流管式再生器的结构示意图。
[0018] 图中：1_重油提升管，2-轻烃提升管，3-重油反应沉降器，4-轻烃反应沉降器， 5-折流管式再生器，5a-外管，5b-内管，5c-环形通道，5d-折流管式再生器出口，6-湍动床 再生器，7-催化剂冷却器，8-外取热器，9-重油待生催化剂汽提段，10-轻烃待生催化剂汽 提段，11a、11b、11c-重油进料喷嘴，12a、12b-轻烃进料喷嘴，13-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-重油反应集气室，18-轻烃反应集气室，19-再生器一级旋风分离器，20-再生器二级旋 风分离器，21-烟气集气室，22a、22b、22c、22d_蒸汽分布管，23a、23b_主风分布管，24-再 生催化剂分配器，25、26-待生催化剂输送管，27、28、29、30、31、32、33-再生催化剂输送管， 34a、34b、34c-重油进料，35a、35b-轻烃进料，36a-折流管式再生器主风，36b-湍动床再生 器主风，37-水蒸汽，38-重油反应油气分馏塔进料，39-轻烃反应油气分馏塔进料，40-排出 烟气。
【具体实施方式】
[0019] 下面结合附图和实施例对本发明作进一步描述。
[0020] 如图1所示，本发明的一种双提升管催化裂化装置，主要包括重油提升管1、轻烃 提升管2、重油反应沉降器3、轻烃反应沉降器4、折流管式再生器5、湍动床再生器6和催化 剂冷却器7。重油提升管1和轻烃提升管2均仅有竖直段。重油反应沉降器3的密相段为 重油待生催化剂汽提段9,轻烃反应沉降器4的密相段为轻烃待生催化剂汽提段10。折流 管式再生器5由外管5a和内管5b套置（即内管5b沿轴向穿过外管5a内部）组成，内管 5b自下而上由预流化段（内径较小的圆管）、过渡段（圆台型筒体）和稳流段（内径较大 的圆管）串连组成。内管5b预流化段的底端为折流管式再生器5的主风入口，预流化段中 部的器壁上设有两个待生催化剂入口和一个再生催化剂的入口。外管5a与内管5b的稳流 段之间形成环形通道5c，环形通道5c的底端敞口作为折流管式再生器出口 5d。外管5a和 内管5b均与湍动床再生器6同轴设置，外管5a穿过湍动床再生器6的顶部封头进入湍动 床再生器6的稀相段下部，内管5b贯穿整个湍动床再生器6。催化剂冷却器7的主体自下 而上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器7的主风 出口与折流管式再生器内管5b预流化段的底端相连接。湍动床再生器6与催化剂冷却器 7同轴设置并位于催化剂冷却器7的上方，其底端不设封头，通过催化剂冷却器7的圆台型 筒体与催化剂冷却器7隔开。重油提升管1与重油反应沉降器3同轴设置，轻烃提升管2 与轻烃反应沉降器4同轴设置。重油反应沉降器2和轻烃反应沉降器4分别与湍动床再生 器6并列设置（并列设置包括高低并列设置或等高并列设置）。重油提升管1的出口位于 重油反应沉降器3的稀相段上部，轻烃提升管2的出口位于轻烃反应沉降器4的稀相段上 部。重油待生催化剂汽提段9的底部和轻烃待生催化剂汽提段10的底部分别通过待生催 化剂输送管25和26与折流管式再生器5的两个待生催化剂入口相连通。催化剂冷却器7 的主风出口与折流管式再生器5的主风入口相连接。折流管式再生器出口 5d位于湍动床 再生器6的稀相段下部。湍动床再生器6的密相段分别通过再生催化剂输送管27和再生 催化剂输送管30与催化剂冷却器7以及折流管式再生器5的再生催化剂入口相连通。催 化剂冷却器7的底部分别通过再生催化剂输送管28和29与重油提升管1的底部和轻烃提 升管2的底部相连通。
[0021] 湍动床再生器6设有外取热器8,外取热器8为催化剂上进下出式。湍动床再生器 6的密相段通过再生催化剂输送管31与外取热器8的入口相连通，外取热器8的出口端分 别通过再生催化剂输送管32和再生催化剂输送管33与湍动床再生器6的密相段和重油提 升管1的底部相连通。
[0022] 重油提升管1的顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管22c，底 部器壁上设有两个再生催化剂入口。重油提升管1沿其轴向间隔设置三层重油进料喷嘴 11a、11b、11c。重油提升管1穿过重油待生催化剂汽提段9进入重油反应沉降器3的稀相 段上部。轻烃提升管2的顶端设有气垫弯头，底端设有封头，底部设有蒸汽分布管22d，底部 器壁上设有一个催化剂入口。轻烃提升管2沿其轴向间隔设置两层轻烃进料喷嘴12a、12b。 轻烃提升管2穿过轻烃待生催化剂汽提段10进入轻烃反应沉降器4的稀相段上部。通常， 重油提升管1可以沿其轴向间隔设置2~5层进料喷嘴，轻烃提升管2可以沿其轴向间隔 设置2~3层轻烃进料喷嘴。
[0023] 重油反应沉降器3的稀相段上部，设有1个重油反应粗旋风分离器13和1个重油 反应一级旋风分离器15。重油提升管1的出口通过封闭管道与重油反应粗旋风分离器13 的入口相连接。重油反应粗旋风分离器13出口管道的外径比重油反应一级旋风分离器15 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，两根管道之间形成的环隙 作为汽提物流进入重油反应一级旋风分离器15的通道与重油反应沉降器3的稀相段相连 通。重油反应粗旋风分离器13的底部和重油反应一级旋风分离器15的底部分别通过料腿 与重油待生催化剂汽提段9相连通。重油反应一级旋风分离器15的出口通过封闭管道与 重油反应集气室17相连通。重油反应集气室17位于重油反应沉降器3的顶部，且通过反 应油气管线与重油反应油气分馏塔相连通。重油待生催化剂汽提段9的底部设有蒸汽分布 管22a。通常，重油反应沉降器3的稀相段上部可以设置1个重油反应粗旋风分离器13和 1~4个重油反应一级旋风分离器15。轻烃反应沉降器4的稀相段上部，设有1个轻烃反 应粗旋风分离器14和1个轻烃反应一级旋风分离器16。轻烃提升管2的出口通过封闭管 道与轻烃反应粗旋风分离器14的入口相连接。轻烃反应粗旋风分离器14出口管道的外径 比轻烃反应一级旋风分离器16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，两根管道之间形成的环隙作为汽提物流进入轻烃反应一级旋风分离器16的通道与 轻烃反应沉降器4的稀相段相连通。轻烃反应粗旋风分离器14的底部和轻烃反应一级旋 风分离器16的底部分别通过料腿与轻烃待生催化剂汽提段10相连通。轻烃反应一级旋风 分离器16的出口通过封闭管道与轻烃反应集气室18相连通。轻烃反应集气室18位于轻 烃反应沉降器4的顶部，且通过反应油气管线与轻烃反应油气分馏塔相连通。轻烃待生催 化剂汽提段10的底部设有蒸汽分布管22b。通常，轻烃反应沉降器4的稀相段上部可以设 置1个轻烃反应粗旋风分离器14和1~4个轻烃反应一级旋风分离器16。
[0024] 折流管式再生器的外管5a顶端设有封头且该封头位于内管5b稳流段的顶端上 方，外管5a的底端敞口；内管5b稳流段的顶端敞口，外管5a的顶端（不含封头）与内管5b 稳流段的顶端位于同一水平面内。内管5b预流化段的管壁上设有一个待生催化剂入口和 一个再生催化剂入口，两个催化剂入口均位于内管5b预流化段的中部；外管5a与内管5b 的稳流段之间形成环形通道5c，环形通道5c的底端敞口作为折流管式再生器出口 5d。内管 5b预流化段的横截面积（按其内径计算）与内管5b稳流段的横截面积（按其内径计算） 之比为1 : 3~1 : 5,环形通道5c的横截面积与内管5b稳流段的横截面积（按其内径计 算）相等。
[0025] 湍动床再生器6的稀相段上部设有两个再生器一级旋风分离器19和两个再生器 二级旋风分离器20。其中，再生器一级旋风分离器19的入口与湍动床再生器6的稀相段相 连通，再生器一级旋风分离器19的出口与再生器二级旋风分离器20的入口通过封闭管道 相连接，再生器二级旋风分离器20的出口通过封闭管道与烟气集气室21的入口相连接，烟 气集气室21的出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。湍动床再生器6的密相段 底部设有主风分布管23b，底端不设封头，通过催化剂冷却器7的圆台型筒体与催化剂冷却 器7隔开。通常，湍动床再生器6的稀相段上部可以设置1~6个再生器一级旋风分离器 19和1~6个再生器二级旋风分离器20。
[0026] 催化剂冷却器7圆柱形筒体的底部设有主风分布管23a，底端设有封头。再生催化 剂输送管27的出口位于催化剂冷却器7圆柱形筒体的底部，且通过一根与其竖直段同轴设 置的外套管与设置于催化剂冷却器7圆柱形筒体中部或下部的再生催化剂分配器24相连 通，再生催化剂输送管27与所述的外套管之间形成环隙。
[0027] 再生催化剂输送管27、28、29、30和31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25和26,再生催化剂输送管28、29、31、32和33上均设有催化剂循环量 控制阀。为避免催化剂走短路，再生催化剂输送管31的入口与再生催化剂输送管32的出 口之间的距离不小于3米。
[0028] 本发明中，各设备主体和管道均为金属材质（通常为碳钢或不锈钢）。其中，与催 化剂接触的设备和管道的表面均设有耐磨材料。耐磨材料的型号和厚度根据各部位的操作 温度和催化剂流动线速以及设备和管道的结构特点来确定。本发明所述设备或管道的内 径，对于设有耐磨材料的设备或管道，均是指相应耐磨材料的内径。
[0029] 本发明中，重油提升管1的总长度一般为30~40m，其中，反应段的长度一般为 5~15m，预提升段的长度一般为15~35m ;反应段的内径一般为400~2500mm，预提升段 的内径一般为200~1300mm〇
[0030] 本发明中，轻烃提升管2的总长度一般为30~45m，其中，反应段的长度一般为 5~30m，预提升段的长度一般为5~40m。反应段的内径一般为300~2000mm，预提升段 的内径一般为150~1000mm。
[0031] 本发明中，重油提升管1和轻烃提升管2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、各沉降器与各再生器的结构尺寸以及整个催化裂化装置的压力平衡关系，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。
[0032] 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。
[0033] 本发明中，待生催化剂输送管25和26,再生催化剂输送管27、28、29、30、31、32和 33符合催化剂输送管道的一般特征。其具体尺寸和空间布局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。
[0034] 参见图2,本发明中，折流管式再生器5的总长度（外管5a和内管5b的长度之和） 一般为40~65m，其中，外管5a的长度p -般为15~25m，内管5b稳流段的长度ql -般 为18~28m，内管5b预流化段的长度q2 -般为6~10m ;折流管式再生器外管5a的内径 一般为1900~11500mm，内管5b预流化段的内径一般为500~4500mm，内管5b稳流段的 内径一般为1200~8000mm ;折流管式再生器内管5b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。
[0035] 本发明中，端动床再生器6密相段的内径一般为1600~8000mm，稀相段的内径一 般为 3400 ~22000mm。
[0036] 本发明中，折流管式再生器5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5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。
[0037] 本发明中，湍动床再生器6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6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19和再生器二级旋风分离器20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。
[0038] 本发明中，催化剂冷却器7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7的圆台形筒体的母线与底面的夹角一般为30~45度。
[0039] 本发明中，重油反应沉降器3和轻烃反应沉降器4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。
[0040] 本发明中，外取热器8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。
[0041] 本发明中，重油反应粗旋风分离器13、轻烃反应粗旋风分离器14、重油反应一级 旋风分离器15、轻烃反应一级旋风分离器16以及再生器一级旋风分离器19和再生器二级 旋风分离器20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。
[0042] 本发明中，蒸汽分布管22a、22b、22c、22d和主风分布管23a、23b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。
[0043] 本发明中，再生催化剂输送管27、28、29、30和31，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。
[0044] 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：重油进料在重油 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，轻 烃进料在轻烃提升管2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重油反应沉降器3和轻烃反应沉降器4由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分别进入重油待生催 化剂汽提段9和轻烃待生催化剂汽提段10进行汽提。经过汽提的重油待生催化剂和轻烃 待生催化剂分别进入折流管式再生器5,与来自湍动床再生器6密相段的循环再生催化剂 混合后一并与在催化剂冷却器7内与再生催化剂换热后的主风36a顺流接触（两种待生催 化剂和循环再生催化剂混合后与主风36a首先在折流管式再生器内管5b内一并向上流动， 再经内管5b顶端进入外管与内管之间形成的环形通道5c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6,与主风36b逆流接 触（主风36b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7与主风36a换热冷却后分别返回重油提升管1和轻烃提升管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。
[0045] 在以上操作过程中，重油提升管1同时处理三种重油进料34a、34b、34c。根据反 应需要，三种重油进料34a、34b、34c分别从三层进料喷嘴1 la、1 lb、1 lc进入重油提升管1。 催化剂冷却器7内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管28进入重油提升管1的 底部，由经蒸汽分布管22c通入的水蒸汽37进行松动和流化，并沿重油提升管1上行一段 距离后与重油进料34a、34b、34c接触；轻烃提升管2同时处理两种轻烃进料35a、35b。根 据反应需要，两种轻烃进料35a、35b分别从两层进料喷嘴12a、12b进入轻烃提升管2。催化 剂冷却器7内的另一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管29进入轻烃提升管2的底 部，由经蒸汽分布管22d通入的水蒸汽37进行松动和流化，并沿轻烃提升管2上行一段距 离后与轻烃进料35a、35b接触。
[0046] 在以上操作过程中，重油反应物流从重油提升管1出口经封闭管道进入重油反应 粗旋风分离器13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15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）经环隙进入重油反应一级旋风分离器15进行气固分离。重油反应粗旋风分离器13 和重油反应一级旋风分离器15分离出的待生催化剂经各旋风分离器料腿进入重油待生催 化剂汽提段9,由经蒸汽分布管22a通入的水蒸汽37进行汽提。重油反应油气和被汽提出 的烃类油气作为重油反应油气分馏塔进料38经重油反应集气室17和重油反应油气管线进 入重油反应油气分馏塔进行分馏。轻烃反应物流从轻烃提升管2出口经封闭管道进入轻烃 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轻烃反应一级旋风分离器16 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）经环隙进入轻烃反应一级旋风分离器16进行气固分离。轻烃反应粗旋风分离 器14和轻烃反应一级旋风分离器16分离出的待生催化剂经各旋风分离器料腿进入轻烃待 生催化剂汽提段10,由经蒸汽分布管22b通入的水蒸汽37进行汽提。轻烃反应油气和被汽 提出的烃类油气作为轻烃反应油气分馏塔进料39经轻烃反应集气室18和轻烃反应油气管 线进入轻烃反应油气分馏塔进行分馏。
[0047] 在以上操作过程中，经过汽提的重油待生催化剂经待生催化剂输送管25进入折 流管式再生器内管5b的底部，经过汽提的轻烃待生催化剂经轻烃待生催化剂输送管26进 入内管5b的底部，湍动床再生器6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30进入内管5b的底部。上述三股催化剂混合后与从内管5b底端进入的 主风36a(主风36a夹带少量的再生催化剂颗粒）接触。
[0048] 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 出口 5d向下进入湍动床再生器6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6的密相段与主风36b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19和再生器二级旋风分离器20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6密相段，分离出的烟气40经烟 气集气室21和烟气管线进入烟气能量回收系统。
[0049] 在以上操作过程中，全装置的热量平衡通过外取热器8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6的密相段经再生催化剂输送管31引入外取热器 8进行冷却，经过外取热器8冷却后的低温再生催化剂可以经再生催化剂输送管32全部返 回湍动床再生器6的密相段，或是经再生催化剂输送管33全部进入重油提升管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32返回湍动床 再生器6的密相段，另一部分经再生催化剂输送管33进入重油提升管1的底部。外取热器 8的操作条件，可以根据取热负荷的变化灵活调整。
[0050] 在以上操作过程中，从重油待生催化剂汽提段9进入折流管式再生器5的重油待 生催化剂的循环量；从轻烃待生催化剂汽提段10进入折流管式再生器5的轻烃待生催化剂 的循环量；从催化剂冷却器7分别进入重油提升管1和轻烃提升管2,从湍动床再生器6分 别进入催化剂冷却器7和外取热器8,从外取热器8分别返回和进入湍动床再生器6和重油 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。
[0051] 在以上操作过程中，待生催化剂输送管25、26、再生催化剂输送管27、28、29、30、 31和33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32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。
[0052] 本发明中，重油提升管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，从沿重油提升管1的轴向设置在不同位置 的各层进料喷嘴进入重油提升管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)。
[0053] 轻烃提升管2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2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2,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)。
[0054] 本发明中，重油提升管1的主要操作条件是：反应温度（重油提升管出口温度）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0· 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。
[0055] 本发明中，轻烃提升管2的主要操作条件是：反应温度（轻烃提升管9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. 3~ 2. 5s，较好为0. 4~2. 2s，最好为0. 5~2. Os ;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 ;再生催化剂的活性一般为58~75,较 好为62~72,最好为65~70。
[0056] 本发明中，重油反应沉降器3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。
[0057] 本发明中，轻烃反应沉降器4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· 22~0· 40MPa。
[0058] 本发明中，重油待生催化剂汽提段9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. 0~3. Omin，汽提蒸汽用量一般为2~〖kg/t^t (千克水蒸汽/ 吨催化剂）。
[0059] 本发明中，轻烃待生催化剂汽提段10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。
[0060] 本发明中，折流管式再生器5的主要操作条件是：进入折流管式再生器5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. : 1，折流管 式再生器5的入口温度一般为590~640°C (折流管式再生器5入口温度为进入折流管式 再生器5的循环再生催化剂与待生催化剂和主风36a三者的混合温度），出口温度一般为 670~740°C，平均气体线速一般为3. 0~5. 0m/s，烧焦强度一般为400~lOOOkgAt *h)， 烧焦时间一般为30~70s。主风36a的量根据折流管式再生器5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。
[0061] 本发明中，湍动床再生器6的主要操作条件是：密相温度一般为660~730°C，密 相气体线速一般为〇. 7~1. Om/s，密相高度一般为5~8m (湍动床再生器6密相高度指湍动 床再生器6的密相床层料面与主风分布管23b下端面的距离），稀相气体线速一般为0. 4~ 0. 6m/s，稀相沉降高度一般为7~10m(湍动床再生器6稀相沉降高度指再生器一级旋风 分离器19的入口与湍动床再生器6密相床层料面的距离），烧焦强度一般为40~150kg/ (t · h)，烧焦时间一般为L 0~3. Omin，顶部绝对压力一般为(λ 20~(λ 38MPa。主风36b 的量根据湍动床再生器6密相段的内径和设计线速来确定，满足维持湍动床再生器6内催 化剂正常流化并以完全再生方式烧去剩余生成焦炭的需求。
[0062] 本发明中，催化剂冷却器7的主要操作条件是：密相温度一般为600~700°C，密 相气体线速一般为〇. 7~1. Om/s，密相高度一般为1~5m(催化剂冷却器7的密相高度指 催化剂冷却器7的密相床层料面与主风分布管23a下端面的距离），稀相气体线速（指圆 柱型筒体内的气体线速）一般为〇. 7~1. Om/s，稀相高度一般为5~8m(催化剂冷却器7 的稀相高度指催化剂冷却器7的密相床层料面与催化剂冷却器7的圆台型筒体的顶端的距 离），催化剂的停留时间一般为1. 〇~3. Omin。
[0063] 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。
[0064] 对比例与实施例
[0065] 对比例
[0066] 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。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。重油提升管设置一层重油进料喷嘴，轻烃提升管设置一层轻烃进料喷嘴。
[0067] 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CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。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。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500°C。
[0068] 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。
[0069] 实施例
[0070] 实施例1~5在近似于本发明图1所示装置的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，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。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，折流管式再生器内管与外管的长度和内径 均可以根据试验需要进行更改。
[0071] 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 CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。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 0. 03%，微反活性为62。两个汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500°C。
[0072] 实施例1的主要操作条件及产品分布见表4,实施例1的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,实施例2的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,实施例3的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,实施例4的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,实施例5的液体产品主要性质见表13。
[0073] 表1重油原料性质（对比例，实施例1~5)
[0074]
[0075] 表2对比例的主要操作条件及产品分布
[0076]
[0077] 表3对比例的液体产品主要性质
[0078]
[0079] 表4实施例1的主要操作条件及产品分布
[0080]
[0081] 表5实施例1的液体产品主要性质
[0082]
[0083] 表6实施例2的主要操作条件及产品分布
[0084]
[0085] 表7实施例2的液体产品主要性质
[0086]
[0087] 表8实施例3的主要操作条件及产品分布
[0088]
[0089] 表9实施例3的液体产品主要性质
[0090]
[0091] 表10实施例4的主要操作条件及产品分布
[0092]
[0093] 表11实施例4的液体产品主要性质
[0094]
[0095] 表12实施例5的主要操作条件及产品分布
[0096]
[0097] 表13实施例5的液体产品主要性质
[0098]
【主权项】
1. 一种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、再生器和 催化剂冷却器，其特征在于：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 由外管和内管套置组成，内管自下而上由预流化段、过渡段和稳流段串连组成，内管预流化 段的底端为折流管式再生器的主风入口，预流化段中部的器壁上设有待生催化剂入口和再 生催化剂的入口，外管与内管的稳流段之间形成环形通道，环形通道的底端敞口作为折流 管式再生器出口，外管和内管均与湍动床再生器同轴设置，内管贯穿整个湍动床再生器，外 管穿过湍动床再生器的顶部进入湍动床再生器的稀相段下部，催化剂冷却器的主体自下而 上由圆柱形筒体和圆台形筒体串连组成，圆台型筒体的顶端作为催化剂冷却器的主风出口 与折流管式再生器内管预流化段的底端相连接；湍动床再生器与催化剂冷却器同轴设置并 位于催化剂冷却器的上方，其底端通过催化剂冷却器的圆台形筒体与催化剂冷却器隔开； 沉降器底部通过管道与折流管式再生器的待生催化剂入口相连通，催化剂冷却器的主风出 口与折流管式再生器的主风入口相连接，折流管式再生器出口位于湍动床再生器的稀相段 下部，湍动床再生器的密相段分别通过管道与催化剂冷却器和折流管式再生器的再生催化 剂入口相连通，催化剂冷却器的底部通过管道分别与重油提升管和轻烃提升管的底部相连 通。2. 根据权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的重油提升管沿其轴向间隔设置 2~5层进料喷嘴，重油提升管反应段的长度为5~15m，轻烃提升管沿其轴向间隔设置2~ 3层轻烃进料喷嘴。3. 根据权利要求1所述的装置，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，重油反应沉降器与轻烃反应沉降器分别与湍动床再生器并列设 置，重油提升管仅有竖直段且与重油反应沉降器同轴设置，并穿过重油待生催化剂汽提段 进入重油反应沉降器的稀相段上部，轻烃提升管仅有竖直段且与轻烃反应沉降器同轴设 置，并穿过轻烃待生催化剂汽提段进入轻烃反应沉降器的稀相段上部，折流管式再生器设 有两个待生催化剂入口，重油待生催化剂汽提段和轻烃待生催化剂汽提段分别通过管道与 折流管式再生器的两个待生催化剂入口相连接。4. 根据权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的湍动床再生器设有外取热器，湍动 床再生器的密相段与外取热器的入口相连通，外取热器的出口端分别与湍动床再生器的密 相段和重油提升管的底部相连通。5. 根据权利要求1所述的装置，其特征在于：所述的折流管式再生器的总长度为40~ 65m，其中，外管的长度为15~25m，内管稳流段的长度为18~28m，内管预流化段的长度 为6~IOm ;折流管式再生器外管的内径为1900~11500mm，内管预流化段的内径为500~ 4500mm，内管稳流段的内径为1200~8000mm。6. -种由权利要求1所述装置实现的双提升管催化裂化方法：重油进料在重油提升管 内与再生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的分馏塔进行分馏，分离出的重油待生催化剂 和轻烃待生催化剂经过汽提后进行烧焦再生，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：重油提升管内的油剂接触时间为〇. 3~I. 2s，经过汽提的重油待 生催化剂和轻烃待生催化剂进入折流管式再生器与来自湍动床再生器的循环再生催化剂 混合，之后一并与来自催化剂冷却器的经过与再生催化剂换热后的折流管式再生器主风顺 流接触烧去90%以上的生成焦炭，半再生催化剂进入湍动床再生器与湍动床再生器主风逆 流接触烧去剩余的生成焦炭，再生催化剂向下进入催化剂冷却器与折流管式再生器主风逆 流接触换热进行冷却。7. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于：所述重油提升管可同时加工1~5种重 油进料，轻烃提升管可同时加工1~5种轻烃进料。8. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于：将一部分再生催化剂从湍动床再生器的 密相段引入外取热器进行冷却，冷却后的低温再生催化剂全部返回湍动床再生器的密相段 或全部进入重油提升管底部；或者将冷却后的低温再生催化剂分为两部分，一部分返回湍 动床再生器的密相段，另一部分进入重油提升管底部。9. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于：所述的折流管式再生器的操作条件 为：进入折流管式再生器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 0. 5 : 1~1.5 : 1，折流管式再生器的入口温度为600~640 °C，出口温度为680~750 °C， 平均气体线速为3. 0~5. Om/s，烧焦强度为400~1000 kgAt · h)，烧焦时间为30~70s。
【文档编号】C10G55/08GK105885941SQ201410527719
【公开日】2016年8月24日
【申请日】2014年9月26日
【发明人】陈曼桥, 武立宪, 王文柯, 樊麦跃, 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