专利名称：一种双提升管催化裂化方法及其装置的制作方法
技术领域：
本发明涉及石油烃的催化转化工艺，特别是涉及一种双提升管催化裂化方法及其
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背景技术：
降低催化裂化干气和焦炭产率，提高总液体产品收率对提高催化裂化装置的经济效益具有重要的作用。研究表明，干气作为热裂化反应的主要产物，其产率与反应温度密切相关。在提升管底部，由于再生催化剂温度较高，原料油与催化剂接触瞬间因传热不均，存在局部过热的现象。过高的温度促使热裂化反应加剧，产生较多的干气和焦炭。因此，降低再生催化剂的温度是降低干气和焦炭产率的有效方法，对改善提升管反应器催化裂化反应的产品分布具有重要作用。近年来，随着环保要求的不断提高，国内外均颁发了日益严格的汽油质量标准，汽油中的烯烃含量、硫含量等质量指标不断降低。为应对这一现状，国内外多套催化裂化装置采用了双提升管催化裂化工艺对催化汽油进行改质。对汽油单独进行改质势必增加干气和焦炭产率，降低总液体收率。为克服这一矛盾，国内外研究机构相继开发了基于双提升管催化裂化工艺的降低干气和焦炭产率的新技术。美国专利US6，287, 522公开了一种双提升管催化裂化装置，其是将由大部分来自轻烃提升管反应器的未经汽提的待生催化剂和少量来自重油提升管反应器的未经汽提的待生催化剂组成的混合待生催化剂送至重油提升管反应器的底部，与来自再生器的高温再生催化剂混合，混合后的催化剂在重油提升管反应器内上行与重油提升管反应器进料接触反应。该技术降低了重油提升管的油剂接触温度并提高其剂油比，可减少重油提升管反的热裂化反应并促进催化裂化反应，改善产品分布。与之相似的是中国专利CN1710029A，该技术也是利用一种双提升管催化裂化装置，将经过汽提的轻烃提升管待生催化剂与重油提升管再生催化剂在催化剂混合器内混合，混合后的催化剂进入重油提升管反应器与重油原料接触反应。该技术也显著降低了重油提升管的油剂接触温度并提高其剂油比，这种方式充分利用了轻烃提升管待生催化剂较低的温度和较高的剩余活性，具有重油提升管催化剂整体活性高，调节灵活等优势。但美国专利US6，287, 522和中国专利CN1710029A均属于利用双提升管催化裂化装置的独特性对重油提升管操作进行优化的技术，但都未对轻烃提升管的操作采取任何优化措施，降低干气和焦炭产率的幅度较为有限。中国专利CN1978596A公开了一种重油催化裂化与汽油改质的互控方法和装置， 该技术除通过混合的方法利用温度较低的轻烃提升管待生催化剂对进入重油提升管的再生催化剂进行适当冷却外，还设置了催化剂冷却器采用水、蒸汽或其它油品单独对进入轻烃提升管的再生催化剂进行冷却，以降低轻烃提升管的油剂接触温度，实现进一步降低干气和焦炭产率的目的。但该技术仍然只适用于双提升管催化裂化装置；并且，采用水、蒸汽或除轻烃提升管原料以外的其它油品对轻烃提升管再生催化剂进行冷却时会影响装置的热平衡，对于富余热量较少的双提升管催化裂化装置来说不太适用。
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综合上述分析，可以看出现有的几种降低双提升管催化裂化装置干气和焦炭产率的技术均存在着一定的局限性。其一是某些双提升管催化裂化工艺技术只针对重油提升管反应器的操作进行了优化，而未对轻烃提升管的操作采取任何优化措施，降低干气和焦炭产率的幅度较为有限；其二是某些技术因对装置热平衡造成影响而只适用于富余热量充足的双提升管催化裂化装置。
发明内容
本发明所要解决的主要技术问题在于克服上述几种现有降低双提升管催化裂化装置干气和焦炭产率技术所存在的降低干气和焦炭产率的幅度较小或局限性较强的问题， 提供一种适用范围较广并能更加有效的降低干气和焦炭产率的双提升管催化裂化方法及其装置。本发明提供一种双提升管催化裂化方法，其特征是再生器内的再生催化剂分成两部分，一部分进入催化剂混合器，另一部分进入催化剂冷却器，进入催化剂冷却器的再生催化剂与轻烃原料油进行换热，换热冷却后的再生催化剂进入轻烃提升管反应器与换热升温的轻烃原料油接触进行反应，反应结束后，轻烃提升管反应生成油气与轻烃提升管待生催化剂经轻烃提升管沉降器进行分离，分离后的轻烃提升管待生催化剂在轻烃提升管沉降器汽提段进行汽提，部分或全部经汽提的轻烃提升管待生催化剂进入催化剂混合器，剩余的经汽提的轻烃提升管待生催化剂进入再生器进行烧焦再生，进入催化剂混合器的轻烃提升管待生催化剂与进入催化剂混合器的再生催化剂混合后进入重油提升管反应器与重质原料油接触进行反应，反应结束后，重油提升管待生催化剂与重油提升管反应生成油气经重油提升管沉降器进行分离，分离后的重油提升管待生催化剂进重油提升管沉降器汽提段进行汽提，汽提后进入再生器进行烧焦再生，再生器内的再生催化剂循环使用，重油提升管反应生成油气与轻烃提升管反应生成油气分别或单独进入分馏系统进行分馏。本发明双提升管催化裂化方法的进一步特征在于重油提升管反应器的反应条件为反应温度为450 550°C，反应时间为0. 5 k (s表示时间秒)，剂油比为5 20 (重油提升管反应器内催化剂与重质原料油的重量比)，反应绝对压力为0. 15 0. 40Mpa,催化剂活性为55 70。本发明双提升管催化裂化方法的进一步特征在于轻烃提升管反应器的反应条件为反应温度为350 660°C，反应时间为1. 0 8s (s表示时间秒)，剂油比为3 45 (轻烃提升管反应器内催化剂与轻烃原料油的重量比)，反应绝对压力为0. 15 0. 40Mpa,催化剂活性为55 70。本发明双提升管催化裂化方法的进一步特征在于催化剂混合器的混合催化剂温度为580 700°C，催化剂冷却器的再生催化剂入口温度为600 750°C，出口温度为450 700 "C。本发明还提供一种本发明双提升管催化裂化方法所用的装置，包括重油提升管反应器、重油提升管沉降器、再生器、轻烃提升管反应器和轻烃提升管沉降器，重油提升管反应器的顶部出口与重油提升管沉降器相连通，重油提升管沉降器的下方设有重油提升管沉降器汽提段，重油提升管沉降器汽提段下端通过重油提升管待生立管或重油提升管待生斜管与再生器相连通，轻烃提升管反应器的顶部出口与轻烃提升管沉降器相连通，轻烃提升管沉降器的下方设有轻烃提升管沉降器汽提段，轻烃提升管沉降器汽提段的下端通过轻烃提升管待生斜管与再生器相连通，其特征在于所述双提升管催化裂化装置还包括催化剂混合器和催化剂冷却器，催化剂混合器置于重油提升管反应器下方，其顶部出口与重油提升管反应器底部相连通，下部与再生器之间通过重油提升管再生斜管相连通，并通过待生催化剂输送管与轻烃提升管沉降器汽提段下端相连通，催化剂冷却器置于轻烃提升管反应器底部，其顶部出口与轻烃提升管反应器底部相连通，下部与再生器之间通过轻烃提升管再生斜管相连通。本发明双提升管催化裂化装置的进一步特征在于催化剂混合器包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与重油提升管反应器底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱形筒体中心沿轴向设有催化剂导流管。本发明双提升管催化裂化装置的进一步特征在于催化剂冷却器包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与轻烃提升管底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱型筒体内设有换热管，换热管进口与轻烃原料油输送管线相连通，换热管出口与轻烃原料油喷嘴通过管路相连通。本发明双提升管催化裂化装置的进一步特征在于所述催化剂冷却器内的换热管是带肋片或不带肋片的直管，或者是带肋片或不带肋片的盘管。采用本发明，具有如下的有益效果本发明充分利用了现有双提升管催化裂化装置中的轻烃提升管反应器的待生催化剂含碳量低、活性较高的特点，使其与重油提升管再生催化剂经催化剂混合器混合后一起参与重油提升管反应器的反应；同时，将轻烃提升管反应器再生催化剂与轻烃原料在催化剂冷却器进行换热后再相互接触进行反应。在上述待生催化剂与再生催化剂混合同再生催化剂与轻烃原料换热的过程中，整个催化裂化装置基本未与外界发生物质或热量交换，热平衡基本不受影响。因此对装置的富余热量没有严格要求。同时，由于两个提升管反应器的再生催化剂均被适当冷却，油剂接触温度降低，热裂化反应受到抑制；此外，重油提升管剂油比适当提高和轻烃提升管原料温度适当提高均有利于催化裂化反应的进行。因此，与常规催化裂化工艺相比，在达到基本相同的转化率时， 干气产率降低0. 1 2. 0重量％，焦炭产率降低0. 1 1. 0重量％，总液体收率提高0. 2 3.0%。另外本发明还具有形式简单，操作简便，适用性强，效果显著等特点。下面结合附图具体实施方式
、对比例和实施例对本发明作进一步详细的说明。但并不限制本发明要求保护的范围。附图及
图1是本发明的一种双提升管催化裂化装置的示意图。图2是本发明的另一种双提升管催化裂化装置的示意图。图中1-轻烃原料油，2-催化剂冷却器，3-轻烃原料油喷嘴，4-轻烃提升管待生斜管，5-轻烃提升管反应器，6-轻烃提升管沉降器汽提段，7-轻烃提升管沉降器，8-轻烃提升管反应生成油气，9-重油提升管反应生成油气，10-重油提升管沉降器，11-重油提升管反应器，12-重油提升管沉降器汽提段，13-再生器，
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14-重油提升管待生立管，15-重质原料油喷嘴，16-重质原料油，17-催化剂混合器，18-待生催化剂输送管，19-重油提升管再生斜管，20-轻烃提升管再生斜管，21-重油提升管待生斜管。
具体实施例方式如图1所示本发明的一种双提升管催化裂化装置，该图中重油提升管沉降器10与再生器13同轴布置，设有重油提升管反应器11、重油提升管沉降器10、再生器13、轻烃提升管反应器5和轻烃提升管沉降器7。重油提升管反应器11的顶部出口与重油提升管沉降器 10相连通，重油提升管沉降器10的下方设有重油提升管沉降器汽提段12，重油提升管沉降器汽提段12下端通过重油提升管待生立管14与再生器13相连通。轻烃提升管反应器5 的顶部出口与轻烃提升管沉降器7相连通，轻烃提升管沉降器7的下方设有轻烃提升管沉降器汽提段6，轻烃提升管沉降器汽提段6的下端通过轻烃提升管待生斜管4与再生器13 相连通。在重油提升管反应器11下方设有催化剂混合器17。催化剂混合器17的顶部出口与重油提升管反应器11底部相连通，下部通过重油提升管再生斜管19与再生器13相连通，并通过待生催化剂输送管18与轻烃提升管沉降器汽提段6下端相连通。在轻烃提升管反应器5下方设有催化剂冷却器2。催化剂冷却器2的顶部出口与轻烃提升管反应器5底部相连通，下部通过轻烃提升管再生斜管20与再生器13相连通。催化剂混合器17包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与重油提升管11底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱形筒体中心沿轴向设有催化剂导流管。催化剂冷却器2包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与轻烃提升管5底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱型筒体内设有换热管(可以是直管或盘管，可以带肋片或不带肋片)，换热管进口与轻烃原料油1的输送管线相连通，换热管出口与轻烃原料油喷嘴3通过管路相连通。重油提升管再生斜管19、待生催化剂输送管18与催化剂混合器17的圆柱形筒体相连的接口的位置，只要保证进入到催化剂混合器17的轻烃提升管待生剂和再生催化剂在其内部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的流化作用下沿催化剂混合器17与其内部的催化剂导流管之间的环行空间下行一段距离、实现良好混合后进入催化剂导流管即可。一般情况下，重油提升管再生斜管19、待生催化剂输送管18、与催化剂混合器17的圆柱形筒体相连的两个接口的中心位于一个水平面上，两个接口的中心至重油提升管反应器11底部与催化剂混合器17顶部相连的接口端面之间的距离一般为500 3000mm。重油提升管再生斜管19的结构与尺寸则是常规的。催化剂混合器17的圆柱形筒体是其主体部分，为金属构件，一般内衬隔热耐磨衬里；其内径一般为1000 4000mm，长度一般为3000 8000mm。催化剂混合器17通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与重油提升管反应器11的底部相连通，圆锥段的锥角角度一般为50° 90°，以有利于催化剂的流动，消除流动死区。催化剂混合器17底部半球形封头内所设的蒸汽分布器为蒸汽分布环，其结构与作用与现有催化裂化装置所使用的蒸汽分布环相同。蒸汽分布环在催化剂混合器17内与催化剂混合器17
7同轴布置。上述催化剂混合器17的圆锥段和半球形封头一般情况下也内衬隔热耐磨衬里。 催化剂导流管为金属管件，其内径一般为400 2500mm。长度一般为2500 7000mm。轻烃提升管再生斜管20与催化剂冷却器2的圆柱形筒体相连的接口的位置，只要保证进入到催化剂冷却器2的再生催化剂在其内部在由蒸汽分布器通入的蒸汽的整流和提升作用下沿催化剂冷却器2上行一段距离、与换热管内的轻烃原料油1充分换热后再进入轻烃提升管反应器5的底部即可。接口的中心至轻烃提升管反应器5底部与催化剂冷却器2顶部相连的接口端面之间的距离一般为2000 6000mm。轻烃提升管再生斜管20的结构与尺寸则是常规的。催化剂冷却器2的圆柱形筒体是其主体部分，为金属构件，一般内衬隔热耐磨衬里；其内径一般为800 3000mm，长度一般为3000 8000mm。催化剂冷却器2 通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与轻烃提升管反应器5的底部相连通，圆锥段的锥角角度一般为50 90°C，以有利于催化剂的流动，消除流动死区。催化剂冷却器2底部半球形封头内所设的蒸汽分布器为蒸汽分布环，其结构与作用与现有催化裂化装置所使用的蒸汽分布环相同。蒸汽分布环在催化剂冷却器2内与催化剂冷却器2同轴布置。上述催化剂冷却器2的圆锥段和半球形封头一般情况下也内衬隔热耐磨衬里。换热管为于再生催化剂入口上方，与催化剂冷却器2壳体内壁焊接。换热管外径一般为40 160mm，换热管为直管时直管时长度一般为2500 6000mm，管程数一般为1 4，换热管为盘管时长度一般为 15 80m，换热管外壁总面积一般为20 120m2。采用图1所示本发明双提升管催化裂化装置进行催化裂化加工的方法如下再生器13内的再生催化剂分成两部分，一部分再生催化剂经重油提升管再生斜管19引入催化剂混合器17，另一部分再生催化剂经轻烃提升管再生斜管20引入催化剂冷却器2在蒸汽的流化作用下通过换热管与轻烃原料油1进行换热，换热后被冷却的再生催化剂在蒸汽的提升作用下上行进入轻烃提升管反应器5。轻烃原料油1在换热管内与再生催化剂换热升温后经轻烃原料油喷嘴3进入轻烃提升管反应器5与被冷却的再生催化剂接触并沿轻烃提升管反应器5上行进行反应。反应结束后，反应物流由轻烃提升管反应器5的顶部出口进入轻烃提升管沉降器7进行催化剂与油气分离。分离出轻烃提升管反应生成油气8和轻烃提升管待生催化剂，分离出的轻烃提升管待生催化剂在轻烃提升管沉降器汽提段6由蒸汽进行汽提，一部分或全部经汽提的轻烃提升管待生催化剂在轻烃提升管沉降器汽提段6底部通过待生催化剂输送管18进入催化剂混合器17，剩余的经汽提的轻烃提升管待生催化剂在轻烃提升管沉降器汽提段6底部通过轻烃提升管待生斜管4进入再生器13进行烧焦再生。进入催化剂混合器17的来自轻烃提升管沉降器汽提段6的轻烃提升管待生催化剂与通过重油提升管再生斜管19进入催化剂混合器17的来自再生器13的再生催化剂在蒸汽的流化作用下沿催化剂混合器17下行一段距离、实现均勻混合后进入催化剂导流管，混合催化剂在蒸汽的整流和提升的作用下沿催化剂导流管上行进入重油提升管反应器11，与经重质原料油喷嘴15进入重油提升管反应器11的重质原料油16接触并沿重油提升管反应器11上行进行反应。反应结束后，反应物流由重油提升管反应器11的顶部出口进入重油提升管沉降器10进行催化剂与油气分离；分离出的重油提升管反应生成油气9与轻烃提升管反应生成油气8单独或混合后进入分馏系统进行分馏，分离出的重油提升管待生催化剂在重油提升管沉降器汽提段12经蒸汽汽提后通过重油提升管待生立管14进入再生器13 内进行烧焦再生。上述的操作过程连续循环进行。
在以上的操作过程中，再生器13的操作条件是常规的；再生温度一般控制在 600 750°C (再生器13的再生温度是指密相催化剂床层温度)，再生催化剂的含碳量一般为0.02 0. 20重量％，微反活性一般为55 70。催化剂采用现有常用的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)，可以按常规选用。在以上的操作过程中，轻烃提升管沉降器汽提段6的操作条件是常规的，汽提温度一般为480 520°C。经待生催化剂输送管18进入催化剂混合器17的经轻烃提升管沉降器汽提段6汽提的待生催化剂的温度一般为470 520°C，含碳量一般为0. 05 0. 40重量％，微反活性一般为53 65 ；经重油提升管再生斜管19进入催化剂混合器17的再生催化剂的温度与再生器13内催化剂的再生温度基本相同。催化剂混合器17内混合催化剂的温度一般为580 700°C，较好为600 670°C，最好为620 640°C (上述的混合催化剂温度，是指经蒸汽分布器通入的蒸汽搅拌、混合均勻后的混合催化剂的温度)。在催化剂混合器17内，由蒸汽分布器通入的蒸汽的温度一般为150 250°C，重量流量一般为混合催化剂重量循环量的0. 10 0. 60重量％。在以上的操作过程中，经轻烃提升管再生斜管20进入催化剂冷却器2的再生催化剂温度与再生器13的再生温度基本相同。因此，对于催化剂冷却器2，再生催化剂的入口温度为600 750°C，当轻烃提升管反应器5加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油等且以降低汽油烯烃含量为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为450 700V,较好为480 600°C，最好为500 550°C ； 当轻烃提升管反应器5加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油等且以改质汽油或多产低碳烯烃为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为520 700°C，较好为550 650°C，最好为580 620°C;当轻烃提升管反应器5加工碳四或碳五组分且以制取低碳烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，其再生催化剂的出口温度(此温度与轻烃提升管反应器5底部再生催化剂温度相同)一般为600 700°C，较好为620 680°C，最好为640 660°C ；催化剂冷却器2内再生催化剂流速一般为0. 8 1. 5m/s。换热管内原料油的液相流速一般为0. 6 1. 5m/s。由蒸汽分布器通入的蒸汽的温度一般为150 250°C，重量流量一般为混合催化剂重量循环量的0. 10 0. 50重量％。本发明中，重油提升管反应器11的操作条件，除底部再生催化剂温度外均为常规催化裂化条件。重油提升管反应器11的主要操作条件通常如下反应温度一般为450 550°C，反应时间一般为0. 5 为秒)，剂油比一般为5 20，反应绝对压力一般为 0. 15 0. 40Mpa，催化剂活性为55 70。重油提升管反应器进料包括常压渣油、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。本领域的技术人员对重油提升管反应器11的操作和控制过程是清楚的，可以根据具体操作情况选用操作条件。本发明中，轻烃提升管反应器5的操作条件，除底部再生催化剂温度外均为常规催化裂化条件。轻烃提升管反应器5的主要操作条件根据不同的目的可分为如下几种类型。(1)加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油等且以降低汽油烯烃含量为主要目的时，其主要操作条件为反应温度一般为350 500°C，最好为430 460°C ；反应时间一般为1. 0 3. Os，最好为1. 5 2. Os ；剂油比一般为3 9，最好为4 6 ；反应绝对压力一般为0. 15 0. 40MPa，最好为0. 2 0. 3Mpa ；催化剂活性为55 70。(2)当加工催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油等且以提高汽油辛烷值或增产低碳烯烃(指丙稀或乙烯)为主要目的时，其主要操作条件为反应温度一般为500 600°C，最好为530 560°C; 反应时间一般为1. 5 5. Os，最好为2. 0 3. Os ；剂油比一般为7 25，最好为10 13 ； 反应绝对压力一般为0. 15 0. 40MPa，最好为0. 15 0. 20Mpa ；催化剂活性为55 70。 (3)当加工碳四组分，以制取烯烃(丙烯或乙烯)为主要目的时，其主要操作条件为反应温度一般为550 660°C，最好为600 630°C ；反应时间一般为2. 0 8. Os，最好为4. 0 6. Os ；剂油比一般为10 45，最好为19 30 ；反应绝对压力一般为0. 15 0. 40MPa，最好为0. 15 0. 20Mpa ；催化剂活性为55 70。其中，碳四组分包括丁烯、丁烷及其混合物。 本发明中提及的轻烃，即是指上述的催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、凝缩油、石脑油和碳四组分。图2所示本发明的另一种双提升管催化裂化装置，与图1所示双提升管催化裂化装置的不同之处是，该装置重油提升管沉降器10与再生器13呈高低并列式布置。重油提升管沉降器汽提段12与再生器13之间通过重油提升管待生斜管21相连接。不设重油提升管待生立管14。轻烃反应系统与再生系统各设备的构形与连接方式与图1所示双提升管催化裂化装置完全相同。图2所示的双提升管催化裂化装置的操作方法与图1所示双提升管催化裂化装置的操作方法基本相同。细微的差别仅存在于经汽提的重油提升管待生催化剂向再生器13的输送途径。即图2所示的双提升管催化裂化装置的操作方法中，经汽提的重油提升管待生催化剂通过重油提升管待生斜管21输送至再生器13。实施例对比例在图1所示的双提升管催化裂化中试装置上进行试验。重油提升管反应器加工鲁宁管输混合重油，处理量为30kg/d(千克/天)；轻烃提升管反应器加工长岭催化裂化汽油，处理量为Mkg/d。重油提升管反应器和轻烃提升管反应器均使用市售的CC-20D催化裂化催化剂。重油提升管反应器进行模拟部分回炼操作。再生器内催化剂的再生温度为 6900C ；进入催化剂混合器和催化剂冷却器的再生催化剂的温度均为690°C。对比例中，无轻烃提升管待生催化剂进入催化剂混合器内与再生催化剂混合，即重油提升管反应器进行常规催化裂化操作；同样，在催化剂冷却器内，无汽油原料通过换热管与再生催化剂换热， 即汽油提升管反应器进行常规催化改质操作。重油提升管反应器进料性质见表1，轻烃提升管反应器进料性质见表2，重油提升管反应器的操作条件及产品分布见表3。轻烃提升管反应器的操作条件及产品分布见表4;对比例中，轻烃提升管反应器的操作是以多产低碳烯烃为主要目的。实施例1按对比例，所不同的是催化剂混合器内混合催化剂的温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间；以及催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表5、表6。实施例2按对比例，所不同的是催化剂混合器内混合催化剂的温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间；以及催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表7、表8。实施例3按对比例，所不同的是催化剂混合器内混合催化剂的温度、重油提升管反应器的剂油比、回炼比和反应时间；以及催化剂冷却器的再生催化剂出口温度、轻烃提升管反应器的反应时间。本实施例重油提升管反应器的操作条件、产品分布及轻烃提升管反应器的操作条件、产品分布见表9、表10。表1重油提升管反应器进料性质
权利要求
1.一种双提升管催化裂化的方法，其特征在于再生器(1 内的再生催化剂分成两部分，一部分进入催化剂混合器(17)，另一部分进入催化剂冷却器O)，进入催化剂冷却器 (2)的再生催化剂与轻烃原料油(1)进行换热，换热冷却后的再生催化剂进入轻烃提升管反应器(5)与换热升温的轻烃原料油(1)接触进行反应，反应结束后，轻烃提升管反应生成油气(8)与轻烃提升管待生催化剂经轻烃提升管沉降器(7)进行分离，分离后的轻烃提升管待生催化剂在轻烃提升管沉降器汽提段(6)进行汽提，部分或全部经汽提的轻烃提升管待生催化剂进入催化剂混合器(17)，剩余的经汽提的轻烃提升管待生催化剂进入再生器 (13)进行烧焦再生，进入催化剂混合器(17)的轻烃提升管待生催化剂与进入催化剂混合器(17)的再生催化剂混合后进入重油提升管反应器(11)与重质原料油(16)接触进行反应，反应结束后，重油提升管待生催化剂与重油提升管反应生成油气(9)经重油提升管沉降器(10)进行分离，分离后的重油提升管待生催化剂进重油提升管沉降器汽提段(12)进行汽提，汽提后进入再生器(1 进行烧焦再生，再生器内的再生催化剂循环使用，重油提升管反应生成油气(9)与轻烃提升管反应生成油气(8)分别或单独进入分馏系统进行分溜。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于重油提升管反应器(11)的反应条件为 反应温度为450 550°C，反应时间为0. 5 5s，剂油比为5 20，反应绝对压力为0. 15 0. 40Mpa，催化剂活性为55 70。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于轻烃提升管反应器(5)的反应条件为反应温度为350 660°C，反应时间为1. 0 8s，剂油比为3 45，反应绝对压力为0. 15 0. 40Mpa，催化剂活性为55 70。
4.根据权利要求1所述的双提升管催化裂化的方法，其特征在于催化剂混合器(17) 的混合催化剂温度为580 700°C，催化剂冷却器O)的再生催化剂入口温度为600 750°C，出口温度为 450 700°C。
5.一种实现权利要求1所述的双提升管催化裂化方法的装置，包括重油提升管反应器 (11)、重油提升管沉降器(10)、再生器(13)、轻烃提升管反应器( 和轻烃提升管沉降器 (7)，重油提升管反应器(11)的顶部出口与重油提升管沉降器(10)相连通，重油提升管沉降器(10)的下方设有重油提升管沉降器汽提段(12)，重油提升管沉降器汽提段(1 下端通过重油提升管待生立管(14)或重油提升管待生斜管与再生器(1 相连通，轻烃提升管反应器(5)的顶部出口与轻烃提升管沉降器(7)相连通，轻烃提升管沉降器(7)的下方设有轻烃提升管沉降器汽提段(6)，轻烃提升管沉降器汽提段(6)的下端通过轻烃提升管待生斜管(4)与再生器(1 相连通，其特征在于所述双提升管催化裂化装置还包括催化剂混合器(17)和催化剂冷却器O)，催化剂混合器(17)置于重油提升管反应器(11)下方，其顶部出口与重油提升管反应器(11)底部相连通，下部与再生器(1 之间通过重油提升管再生斜管(19)相连通，并通过待生催化剂输送管(18)与轻烃提升管沉降器汽提段(6) 下端相连通，催化剂冷却器( 置于轻烃提升管反应器( 底部，其顶部出口与轻烃提升管反应器( 底部相连通，下部与再生器(1 之间通过轻烃提升管再生斜管00)相连通。
6.根据权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于催化剂混合器(17)包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与重油提升管反应器(11)底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱形筒体中心沿轴向设有催化剂导流管。
7.根据权利要求5所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于催化剂冷却器(2)包括一个圆柱形筒体，圆柱形筒体的顶部与轻烃提升管反应器( 底部之间设有圆锥过渡段，底部设有半球形封头，半球形封头内设有蒸汽分布器，圆柱型筒体内设有换热管，换热管进口与轻烃原料油(1)输送管线相连通，换热管出口与轻烃原料油喷嘴(3)通过管路相连通。
8.根据权利要求7所述的双提升管催化裂化装置，其特征在于所述催化剂冷却器(2) 内的换热管是带肋片或不带肋片的直管，或者是带肋片或不带肋片的盘管。
全文摘要
本发明公开了一种双提升管催化裂化方法及其装置，本发明方法主要特征在于来自再生器的再生催化剂分成两部分，分别进入催化剂混合器和催化剂冷却器，进入催化剂冷却器内的再生催化剂与轻烃原料油进行换热，被冷却的再生催化剂进入轻烃提升管反应器与被加热的轻轻原料油接触进行反应。部分或全部轻烃提升管待生催化剂经汽提后进入催化剂混合器与来自再生器的再生催化剂在蒸汽的流化作用下混合均匀后进入重油提升管反应器与重质原料油接触进行反应。本发明的实施可以使催化裂化装置的干气产率降低0.1～2.0重量％，焦炭产率降低0.1～1.0重量％，总液体收率提高0.2～3.0重量％。
文档编号C10G55/00GK102212390SQ201010140068
公开日2011年10月12日 申请日期2010年4月2日 优先权日2010年4月2日
发明者孟凡东, 张亚西, 樊麦跃, 武立宪, 汤海涛, 王文柯, 王龙延, 闫鸿飞, 陈曼桥, 陈章淼 申请人:中国石化集团洛阳石油化工工程公司, 中国石油化工集团公司