一种下行式催化裂化装置

1.一种下行式催化裂化装置，主要包括重油下行管反应器(26)、轻烃下行管反应器(13)、沉降器(25)、提升管再生器(2)、湍动床再生器(1)、催化剂混合罐(8)和外取热器(32)，其特征在于：湍动床再生器(1)分别通过催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)和外取热器(32)与催化剂混合罐(8)相连通，催化剂混合罐(8)分别通过重油下行管反应器(26)和轻烃下行管反应器(13)与沉降器(25)相连通，沉降器(25)与提升管再生器(2)相连通，提升管再生器(2)与湍动床再生器(1)相连通，湍动床再生器(1)密相段分别通过外取热器催化剂入口管(33)和催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)与外取热器(32)顶部和催化剂混合罐(8)顶部相连通，外取热器(32)底部通过外取热器催化剂出口管(31)与催化剂混合罐(8)顶部相连通。
2.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器(1)位于沉降器(25)上方，两者采用同轴式布置。
3.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器(1)位于沉降器(25)上方，两者采用高低并列式布置。
4.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的催化剂混合罐(8)底部分别通过重油反应器再生催化剂输送管(29)和轻烃反应器再生催化剂输送管(9)与重油下行管反应器(26)顶部和轻烃下行管反应器(13)顶部相连通。
5.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(26)底部和轻烃下行管反应器(13)底部分别进入沉降器(25)稀相段。
6.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器(25)的密相段为汽提段(23)，汽提段(23)下部通过汽提段再生催化剂输送管(4)与湍动床再生器(1)密相段相连通；汽提段(23)底部通过待生催化剂输送管(15)与提升管再生器(2)底部相连通。
7.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)顶部通过惯性分离器(38)与湍动床再生器(1)顶部相连通。
8.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的催化剂混合罐(8)为一圆柱型筒体，筒体两端设有封头，筒体的底部设有两个催化剂出口，筒体的顶部设有两个催化剂入口。
9.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的催化剂混合罐(8)底部设有空气分布器(6b)，顶端设有排气口，且该排气口通过空气管线与湍动床再生器(1)底部的空气入口管线相连通。
10.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(26)由重油油剂混合管和重油反应物流导出管串联组成，轻烃下行管反应器(13)由轻烃油剂混合管和轻烃反应物流导出管串联组成。
11.依照权利要求10所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油油剂混合管竖直设置，重油油剂混合管顶部入口与重油反应器再生催化剂输送管(29)的底部出口相连接，轻烃油油剂混合管竖直设置，轻烃油油剂混合管顶部入口和轻烃反应器再生催化剂输送管(9)的底部出口相连接。
12.依照权利要求10所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述重油油剂混合管和轻烃油油剂混合管，其顶端均设有球形封头，底端均设有锥形封头。
13.依照权利要求10所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述重油油剂混合管和轻烃油油剂混合管，其顶端均设有碟型封头，底端均设有锥形封头。
14.依照权利要求10所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板(11a)，轻烃油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板(11b)。
15.依照权利要求10所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上分别设有2～5层重油原料喷嘴(27)和2～5层轻烃原料喷嘴(12)。
16.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)，每层均成偶数矩阵分布。
17.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)，同层的结构尺寸一致且两个一组分别以两根油剂混合管中心轴为对称轴对称设置。
18.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)，原料喷射方向倾斜向下且分别指向两根油剂混合管中心轴。
19.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)，各层的倾斜角度相同。
20.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)，各层的倾斜角度不相同。
21.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的反应物流导出管由斜管段和水平段串联组成。
22.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的反应物流导出管斜管段入口与油剂混合管底部出口相连接，反应物流导出管水平段穿过器壁进入沉降器(25)稀相段，其出口分别与重油反应器粗旋风分离器(22)入口和轻烃反应器粗旋风分离器(17)入口相连接。
23.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器(25)内，设有重油反应器粗旋风分离器(22)和1～4个重油反应器一级旋风分离器(21)，以及轻烃反应器粗旋风分离器(17)和1～4个轻烃反应器一级旋风分离器(18)。
24.依照权利要求22所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应器粗旋风分离器(22)出口管道与重油反应器一级旋风分离器(21)入口管道相套接。
25.依照权利要求22所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的轻烃反应器粗旋风分离器(17)出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器(18)入口管道相套接。
26.依照权利要求22所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应器粗旋风分离器(22)的底部和轻烃反应器粗旋风分离器(17)的底部分别通过料腿与汽提段(23)相连通。
27.依照权利要求22所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应器粗旋风分离器(22)的底部和轻烃反应器粗旋风分离器(17)的底部分别依次通过预汽提器和料腿与汽提段(23)相连通。
28.依照权利要求23所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应器一级旋风分离器(21)出口与重油反应集气室(20)通过封闭管道相连通，轻烃反应器一级旋风分离器(18)出口与轻烃反应集气室(19)通过封闭管道相连通。
29.依照权利要求28所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应集气室(20)和轻烃反应集气室(19)位于沉降器(25)顶部，为两个独立的空间，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。
30.依照权利要求6所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的汽提段(23)内设有蒸汽分布器(24a)和蒸汽分布器(24b)，蒸汽分布器(24a)设置在汽提段再生催化剂输送管(4)底部出口上方，蒸汽分布器(24b)设置在汽提段(23)底部。
31.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)由竖直段和水平段串联组成。
32.依照权利要求31所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)竖直段底部入口与待生催化剂输送管(15)底部出口相连接。
33.依照权利要求31所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有封头。
34.依照权利要求31所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)竖直段底部设有空气分布器(6c)，并且在其轴向不同高度的器壁上设有2～6层空气入口(3)。
35.依照权利要求34所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的空气入口(3)，每层均包括4个或6个成矩阵分布、结构尺寸相同且水平切向或水平径向进风的空气入口(3)。
36.依照权利要求31所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)水平段出口与惯性分离器(38)入口相连接，其出口端设有气垫弯头。
37.依照权利要求36所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的惯性分离器(38)为一根圆管，竖直设置，其出口位于湍动床再生器(1)稀相段上部。
38.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器(1)，其密相段底部设有空气分布器(6a)，其稀相段上部设有2～6组再生器两级旋风分离器。
39.依照权利要求38所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的再生器两级旋风分离器，其中再生器一级旋风分离器(35)入口与湍动床再生器稀相段相连通，再生器一级旋风分离器(35)出口与再生器二级旋风分离器(36)入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器(36)出口与烟气集气室(37)入口通过封闭管道相连通。
40.依照权利要求39所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的烟气集气室(37)位于湍动床再生器(1)顶部，通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。
41.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：从湍动床再生器(1)密相段引出的外取热器催化剂入口管(33)、催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)和汽提段再生催化剂输送管(4)，其入口均采用淹流口形式，淹流口处可以设置淹流斗。
42.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的外取热器催化剂入口管(33)、催化剂混合罐高温催化剂输送管(5)、汽提段再生催化剂输送管(4)、外取热器催化剂出口管(31)、重油反应器再生催化剂输送管(29)、轻烃反应器再生催化剂输送管(9)与待生催化剂输送管(15)上均设有流量调节阀。
43.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的外取热器催化剂出口管(31)出口位于催化剂混合罐(8)上部的轴向中心区域，汽提段再生催化剂输送管(4)出口位于汽提段(23)下部的轴向中心区域。
44.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(26)的总长度为8～15m，其中，油剂混合管的长度为6～10m，反应物流导出管斜管段的长度为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度为0.5～1.8m，斜管段与水平面的夹角为45°～70°，反应物流导出管斜管与水平管的内径相同，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径为400～2500mm。
45.依照权利要求1所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的轻烃下行管反应器(13)的总长度为8～15m，其中，油剂混合管的长度为6～10m，反应物流导出管斜管段的长度为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度为0.5～1.8m，斜管段与水平面的夹角为45°～70°，反应物流导出管斜管段与水平段的内径相同，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径为300～1800mm。
46.依照权利要求32所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)竖直段的长度为50～65m，内径为1200～8000mm，提升管再生器(2)水平段的长度为3～9m，内径为800～6000mm。
47.依照权利要求15所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(27)和轻烃原料喷嘴(12)中轴线与水平面的夹角为45°～80°。
48.依照权利要求7所述的一种下行式催化裂化装置，其特征在于：所述的惯性分离器(38)的长度为4～8m，其内径为600～4000mm。

一种下行式催化裂化装置\n技术领域\n[0001] 本发明涉及在不存在氢的情况下，烃油的催化裂化领域，特别涉及一种下行式催化裂化装置。\n背景技术\n[0002] 目前，石油化工行业催化裂化工艺所使用的装置虽然多种多样，但其反应再生系统的工艺形式却基本一致，绝大多数采用单个提升管反应器(或者单个提升管与快速床相结合的两段式反应器)和湍动床再生器(或者湍动床与快速床相结合的两段式再生器)。催化剂与原料油在提升管底部接触混合后沿提升管上行反应，反应物流自提升管顶部出口进入沉降器进行反应油气与催化剂的分离；分离出的待生催化剂经汽提段一段常规汽提后进入再生器烧焦再生；再生催化剂返回提升管底部循环使用。在上述常规催化裂化装置中，存在以下几方面的缺点：第一，再生催化剂温度无法实现灵活控制，再生温度催化剂一般都高于650℃，提升管反应器中油剂接触温度较高，较高的油剂接触温度使热裂化反应进行的程度较高，而催化裂化反应的程度较低，导致干气和焦炭产率较高、总液体收率较低(总液体收率指液化气产率、汽油产率和柴油产率之和)；由于较高的再生催化剂温度，受装置热平衡限制，使重油提升管反应器的剂油比相对较小，一般为5～8(提升管反应器的剂油比为提升管反应器内催化剂的重量循环量与重油提升管反应器进料的重量流量之比)，从而使单位重量的原料油所接触到的活性中心数较少，这也抑制了催化裂化反应的进行。第二，由于提升管式反应器的长度决定了原料的反应时间较长(一般在4s左右)，较长的反应时间在提高原料单程转化率的同时也加剧了原料裂化生成物的二次反应，使裂化气(干气、液化气产率之和)产率较高，汽、柴油馏分收率较低，同时催化柴油十六烷值较低，不适于作为车用燃料。第三，由于提升管式反应器中催化剂逆重力场向上运动造成结炭催化剂的滑落和返混，在提升管式反应器原料喷嘴上部，滑落的结炭催化剂与雾化原料和一次裂化生成物再次接触反应，从而恶化了产品分布，降低了催化剂对原料裂化的产品选择性。第四，由于湍动床再生器烧焦强度相对较低，使再生器的催化剂藏量较高并且催化剂在再生器停 留时间较长导致催化剂水热失活较为严重。第五，汽提段的汽提效率较低，导致产生较多的可汽提焦。第六，催化汽油无法进行单独改质，品质较低。\n[0003] 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。\n[0004] 中国专利CN1710029所公开的一种催化裂化技术的主要特征是：采用双提升管催化裂化装置，对催化汽油进行单独改质并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(相当于再生剂活性的90％)、温度较低(500℃左右)且经过汽提的轻烃提升管待生催化剂返回重油提升管底部设置的催化剂混合器，在催化剂混合器中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接触反应。由于对催化汽油进行单独改质，汽油性质大大改善；同时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，实现了油剂“低温接触，大剂油比”操作，从而有效降低了装置的干气、焦炭产率，提高了总液体收率。但该技术存在以下几点不足：第一，采用轻烃提升管待生催化剂与再生催化剂混合降温的措施导致该技术降低提升管油剂接触温度和提高剂油比的优势仅能体现于具有两根以上提升管的催化裂化装置；第二，由于该技术采用的催化裂化反应器为传统的提升管式反应器，仍表现出由于反应时间较长和催化剂返混导致产品分布相对较差；第三，由于该技术采用传统的湍动床再生器而存在烧焦效率低的不足；第四，由于采用常规的汽提方式，催化剂循环量的提高对汽提效果产生不利影响。\n[0005] 中国专利CN1210762所公开的一种分子筛催化剂高效再生催化裂化工艺技术的主要特征是：待生催化剂经一级提升管再生器再生后进入外置旋风分离器组与烟气分离，然后半再生催化剂经料腿进入二级提升管再生器继续进行再生，再生催化剂经二级提升管再生器外置旋风分离器组料腿进入外取热器取热，最后再生催化剂经外取热器底部斜管进入提升管反应器。该技术烧焦时间控制在10秒以内，烧焦强度(单位时间内单位催化剂藏量的烧碳量)是现有技术的10倍左右。并且能有效降低油剂接触温度，提高剂油比。但该技术存在以下几点不足：第一，因采用传统的提升管式反应器无法实现原料短反应时间和克服催化剂返混。第二，工艺过程及操作复杂，工程上难以实施。第三，采用单反应 器而无法实现对催化汽油的单独改质。\n[0006] 中国专利CN2169473所公开的一种催化裂化提升管再生器技术的主要特征为：在提升管再生器上设有多段空气进气口进行待生催化剂再生。该技术强化了待生催化剂的烧焦再生过程，同时避免了提升管入口处由于大量冷空气引入导致催化剂温度过低而发生焦炭不起燃的现象，其结构简单，操作方便。但尚未涉及反应部分的技术措施。\n[0007] 美国专利US5,462,652所公开的一种催化裂化工艺技术的主要特征为：第一，通过与待生催化剂混合的方法降低再生催化剂的温度；反应沉降器稀相段设置催化剂混合罐，来自再生器的再生催化剂与经汽提的待生催化剂在其中混合换热后向下进入反应沉降器；第二，采用与传统提升管反应器不同的油剂接触方式，催化剂与原料的反应以及待生催化剂的汽提均在反应沉降器中进行，催化剂由设在反应沉降器顶部的混合催化剂室中心开口在重力作用下向下流动，喷嘴的原料喷射方向与催化剂流动方向成90°夹角，原料油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，之后反应物流进入反应沉降器外挂旋风分离器进行反应油气与催化剂的分离。由于以上特征，该技术实现了油剂“低温接触，大剂油比”操作，同时在一定程度上缩短了反应时间，克服了催化剂的返混，使产品分布得到改善。但该技术也存在以下几点不足：第一，由于采用常规湍动床再生器，其烧焦效率较低。第二，待生催化剂参与反应，降低了混合催化剂的平均活性，也势必对产品分布和产品性质带来不利影响。第三，工艺过程及操作较为复杂。第四，采用单个反应器而无法实现对汽油的单独改质。\n[0008] 美国专利US4,514,285所公开的一种催化裂化工艺技术的主要特征为：第一，采用与传统提升管反应器不同的油剂接触与分离方式，再生催化剂自再生沉降器底部出口向下进入管式反应器，在重力的作用下沿下行管反应器向下流动，沿下行管反应器轴向在不同的水平高度上设置了若干层原料喷嘴，喷嘴的原料喷射方向倾斜向下，不同的原料根据不同的反应需要从不同高度的喷嘴进入下行管反应器与再生催化剂接触混合并沿下行管反应器下行进行反应；反应物流从下行管反应器底部出口进入反应沉降器，大部分催化剂在重力的作用 下继续下行直至进入密相段，反应油气则由于流通截面积的迅速扩大而大幅降低了流动线速，夹带着少量的催化剂进入旋风分离器进行进一步分离；第二，采用引入再生催化剂的方法提高汽提段的温度，在反应沉降器底部设置温度不同的两个汽提段；第三，采用提升管再生器，待生催化剂经两段汽提后向下进入待生催化剂输送管，并在主风的输送作用下进入提升管再生器进行烧焦再生；再生后的催化剂与烟气一起经设在提升管再生器顶部的惯性分离器出口向下进入再生沉降器进行初步分离，其分离原理与反应油气和待生催化剂的分离过程相同。由于以上特征，该技术在一定程度上缩短了反应时间，并可以实现对反应时间的灵活控制，同时克服了催化剂的返混，提高了汽提效率，使产品分布得到改善，此外还提高了再生效率。但该技术仍存在以下几点不足：第一，再生催化剂温度无法灵活控制，无法实现“低温接触，大剂油比”操作，进而对产品分布和产品性质带来不利影响。第二，下行管反应器末端所采用的惯性分离器油剂分离不彻底，部分油气反应时间较长。第三，采用单个反应器而无法实现对汽油的单独改质。\n[0009] 根据上述分析可以看出，采取有效措施降低和控制再生催化剂温度、在保持催化剂活性的前提下适当提高催化裂化反应剂油比，缩短并灵活控制反应时间，克服反应器内催化剂的返混，提高汽提效率和再生效率，对催化汽油进行单独改质，对改善催化裂化反应的产品分布和产品性质、降低装置能耗和催化剂藏量，减缓催化剂老化过程，缩小反应器尺寸进而减少设备投资具有重要的作用。\n发明内容\n[0010] 本发明所要解决的技术问题是：提供一种能克服现有常规催化裂化装置所存在的再生催化剂与原料油接触温度较高、剂油比较低，反应时间过长、反应器内催化剂返混严重、汽提效率和再生效率较低、催化汽油无法进行单独改质等综合技术困难的催化裂化装置。\n[0011] 本发明提供的一种下行式催化裂化装置，主要包括重油下行管反应器26、轻烃下行管反应器13、沉降器25、提升管再生器2、湍动床再生器1、催化剂 混合罐8和外取热器\n32，其特征在于：湍动床再生器1分别通过催化剂混合罐高温催化剂输送管5和外取热器\n32与催化剂混合罐8相连通，催化剂混合罐8分别通过重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13与沉降器25相连通，沉降器25与提升管再生器2相连通，提升管再生器2与湍动床再生器1相连通。\n[0012] 所述的湍动床再生器1位于沉降器25上方，两者采用同轴式布置。\n[0013] 所述的湍动床再生器1位于沉降器25上方，两者采用高低并列式布置。\n[0014] 所述的湍动床再生器1密相段分别通过外取热器催化剂入口管33和催化剂混合罐高温催化剂输送管5与外取热器32顶部和催化剂混合罐8顶部相连通，外取热器32底部通过外取热器催化剂出口管31与催化剂混合罐8顶部相连通。\n[0015] 所述的催化剂混合罐8底部分别通过重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9与重油下行管反应器26顶部和轻烃下行管反应器13顶部相连通。\n[0016] 所述的重油下行管反应器26底部和轻烃下行管反应器13底部分别进入沉降器25稀相段。\n[0017] 所述的沉降器25的密相段为汽提段23，汽提段23下部通过汽提段再生催化剂输送管4与湍动床再生器1密相段相连通，汽提段23底部通过待生催化剂输送管15与提升管再生器2底部相连通。\n[0018] 所述的提升管再生器2顶部通过惯性分离器38与湍动床再生器1顶部相连通。\n[0019] 所述的催化剂混合罐8为一圆柱型筒体，筒体两端设有封头，筒体的底部设有两个催化剂出口，筒体的顶部设有两个催化剂入口。\n[0020] 所述的催化剂混合罐8底部设有空气分布器6b，顶端设有排气口，且该排气口通过空气管线与湍动床再生器1底部的空气入口管线相连通。\n[0021] 所述的重油下行管反应器(26)由重油油剂混合管和重油反应物流导出管串联组成，轻烃下行管反应器(13)由轻烃油剂混合管和轻烃反应物流导出管串联组成。\n[0022] 所述的油剂混合管竖直设置，其顶部入口分别与重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9的底部出口相连接。\n[0023] 所述油剂混合管，其顶端均设有球形封头，底端均设有锥形封头。\n[0024] 所述油剂混合管，其顶端均设有碟型封头，底端均设有锥形封头。\n[0025] 所述的重油油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板(11a)，轻烃油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板(11b)。\n[0026] 所述的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上分别设有2～5层重油原料喷嘴\n27和2～5层轻烃原料喷嘴12。\n[0027] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，每层均成偶数矩阵分布。\n[0028] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，同层的结构尺寸一致且两个一组分别以两根油剂混合管中心轴为对称轴对称设置。\n[0029] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，原料喷射方向倾斜向下且分别指向两根油剂混合管中心轴。\n[0030] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，各层的倾斜角度相同。\n[0031] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，各层的倾斜角度不相同。\n[0032] 所述的反应物流导出管由斜管段和水平段串联组成。\n[0033] 所述的反应物流导出管斜管段入口与油剂混合管底部出口相连接，反应物流导出管水平段穿过器壁进入沉降器25稀相段，其出口分别与重油反应器粗旋风分离器22入口和轻烃反应器粗旋风分离器17入口相连接。\n[0034] 所述的沉降器25内，设有重油反应器粗旋风分离器22和1～4个重油反应器一级旋风分离器21，以及轻烃反应器粗旋风分离器17和1～4个轻烃反应器一级旋风分离器\n18。\n[0035] 所述的重油反应器粗旋风分离器22出口管道与重油反应器一级旋风分离器21入口管道相套接。\n[0036] 所述的轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器18入口管道相套接。\n[0037] 所述的重油反应器粗旋风分离器22的底部和轻烃反应器粗旋风分离器17的底部分别通过料腿与汽提段23相连通。\n[0038] 所述的重油反应器粗旋风分离器22的底部和轻烃反应器粗旋风分离器17的底部分别依次通过预汽提器和料腿与汽提段23相连通。\n[0039] 所述的重油反应器一级旋风分离器21出口与重油反应集气室20通过封闭管道相连通，轻烃反应器一级旋风分离器18出口与轻烃反应集气室19通过封闭管道相连通。\n[0040] 所述的重油反应集气室20和轻烃反应集气室19位于沉降器25顶部，为两个独立的空间，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。\n[0041] 所述的汽提段23内设有蒸汽分布器24a和蒸汽分布器24b，蒸汽分布器24a设置在汽提段再生催化剂输送管4底部出口上方，蒸汽分布器24b设置在汽提段23底部。\n[0042] 所述的提升管再生器2由竖直段和水平段串联组成。\n[0043] 所述的提升管再生器2竖直段底部入口与待生催化剂输送管15底部出口相连接。\n[0044] 所述的提升管再生器2竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有封头。\n[0045] 所述的提升管再生器2竖直段底部设有空气分布器6c，并且在其轴向不同高度的器壁上设有2～6层空气入口3。\n[0046] 所述的空气入口3，每层均包括4个或6个成矩阵分布、结构尺寸相同且水平切向或水平径向进风的空气入口3。\n[0047] 所述的提升管再生器2水平段出口与惯性分离器38入口相连接；其出口端设有气垫弯头。\n[0048] 所述的惯性分离器38为一根圆管，竖直设置，其出口位于湍动床再生器1稀相段上部。\n[0049] 所述的湍动床再生器1，其密相段底部设有空气分布器6a，其稀相段上部 设有\n2～6组再生器两级旋风分离器。\n[0050] 所述的再生器两级旋风分离器，其中再生器一级旋风分离器35入口与湍动床再生器稀相段相连通，再生器一级旋风分离器35出口与再生器二级旋风分离器36入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器36出口与烟气集气室37通过封闭管道相连通。\n[0051] 所述的烟气集气室37位于湍动床再生器1顶部，通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。\n[0052] 从湍动床再生器1密相段引出的外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5和汽提段再生催化剂输送管5，其入口均采用淹流口形式，淹流口处可以设置淹流斗。\n[0053] 所述的外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5、汽提段再生催化剂输送管4、外取热器催化剂出口管31、重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9与待生催化剂输送管15上均设有流量调节阀。\n[0054] 所述的外取热器催化剂出口管31出口位于催化剂混合罐8上部的轴向中心区域，汽提段再生催化剂输送管4出口位于汽提段23下部的轴向中心区域。\n[0055] 所述的重油下行管反应器26的总长度为8～15m，其中，油剂混合管的长度为6～\n10m，反应物流导出管斜管段的长度为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度为0.5～\n1.8m，斜管段与水平面的夹角为45°～70°，反应物流导出管斜管与水平管的内径相同，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径为400～2500mm。\n[0056] 所述的轻烃下行管反应器13的总长度为8～15m，其中，油剂混合管的长度为6～\n10m，反应物流导出管斜管段的长度为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度为0.5～\n1.8m，斜管段与水平面的夹角为45°～70°，反应物流导出管斜管段与水平段的内径相同，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径为300～1800mm。\n[0057] 所述的提升管再生器2竖直段的长度为50～65m，内径为1200～8000mm，提升管再生器2水平段的长度为3～9m，内径为800～6000mm。\n[0058] 所述的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12中轴线与水平面的夹角为45°～\n80°。\n[0059] 所述的惯性分离器38的长度为4～8m，其内径为600～4000mm。\n[0060] 与现有常规催化裂化装置相比，本发明具有以下的有益效果：\n[0061] 1.由于采用油剂接触反应时间较短的下行管反应器，可以有效减少二次反应，控制转化深度，并克服催化剂返混对裂化反应带来的不利影响，显著降低裂化气和焦炭产率，大幅提高轻质油收率和催化柴油的十六烷值；同时，多点进料方式使对反应条件的控制更加灵活。\n[0062] 2.由于采用提升管再生器与湍动床再生器两种形式不同的再生器，既可以提高烧焦强度和烧焦效率，又可以保证再生效果，从而缩短催化剂在再生器内的停留时间，减缓催化剂的水热失活；同时，多点进风的方式使提升管再生器各部位的温度易于控制，操作更加平稳。\n[0063] 3.由于采用外取热器和催化剂混合罐，可以有效控制再生催化剂温度，实现再生催化剂与原料的“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，同时降低装置能耗。\n[0064] 4.由于采用两个温度高低不同的汽提段，充分发挥了物理汽提和化学汽提的双重作用，可以显著改善汽提效果，克服催化剂循环量大对汽提操作带来的不利影响，从而减少可汽提焦，进一步提高轻质油收率。\n[0065] 5.由于采用双反应器和双分馏塔系统，可以对催化汽油或其它轻烃在适宜的条件下进行单独改质，从而确保生产高品质汽油。\n[0066] 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。但并不限制本发明要求保护的范围。\n[0067] 附图和附图说明\n[0068] 图1是本发明所述一种下行式催化裂化装置反再系统的示意图。\n[0069] 图2是本发明所述一种下行式催化裂化装置中提升管再生器2的横截面剖 视图。\n[0070] 图3是本发明所述一种下行式催化裂化装置中重油下行管反应器26的横截面剖视图。\n[0071] 图4是本发明所述一种下行式催化裂化装置中轻烃下行管反应器13的横截面剖视图。\n[0072] 图5是本发明所述一种下行式催化裂化装置中重油反应器粗旋风分离器22出口管道与重油反应器一级旋风分离器21入口管道的连接部位的横截面剖视图，\n[0073] 图6是本发明所述一种下行式催化裂化装置中轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器18入口管道的连接部位的横截面剖视图。\n[0074] 其中：\n[0075] 1.湍动床再生器，2.提升管再生器，3a、3b、3c.空气入口，4.汽提段再生催化剂输送管，5.催化剂输送管，6a、6b、6c.空气分布器，7.催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀，\n8.催化剂混合罐，9.轻烃反应器再生催化剂输送管，10.轻烃反应器再生催化剂流量调节阀，11a、11b.催化剂分布板，12a、12b、12c.轻烃原料喷嘴，13.反应器，14.汽提段再生催化剂流量调节阀，15.待生催化剂输送管，16.待生催化剂流量调节阀，17.轻烃反应器粗旋风分离器，18.轻烃反应器一级旋风分离器，19.轻烃反应集气室，20.重油反应集气室，21.重油反应器一级旋风分离器，22.重油反应器粗旋风分离器，23.汽提段，24a、24b.蒸汽分布器，25.沉降器，26.反应器，27a、27b、27c.重油原料喷嘴，28.重油反应器再生催化剂流量调节阀，29.重油反应器再生催化剂输送管，30.外取热器催化剂出口流量调节阀，31.外取热器催化剂出口管，32.外取热器，33.外取热器催化剂入口管，34.外取热器催化剂入口流量调节阀，35a、35b.再生器一级旋风分离器，36a、36b.再生器二级旋风分离器，37.烟气集气室，38.惯性分离器，39.混合烟气，40.空气，41.轻烃反应油气分馏塔进料，42.重油反应油气分馏塔进料，43.重油原料，44.轻烃原料，45.水蒸汽。\n具体实施方式\n[0076] 如图1所示，实现本发明所述一种下行式催化裂化装置主要由重油下行管反应器\n26、轻烃下行管反应器13、沉降器25、提升管再生器2、湍动床再生器1、催化剂混合罐8和外取热器32组成，湍动床再生器1位于沉降器25上方，两者采用同轴式布置；湍动床再生器1密相段分别通过外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5和汽提段再生催化剂输送管4与外取热器32顶部、催化剂混合罐8顶部和沉降器25密相段下部相连通，外取热器32底部通过外取热器催化剂出口管31与催化剂混合罐8顶部相连通；催化剂混合罐8底部分别通过重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9与重油下行管反应器26顶部和轻烃下行管反应器13顶部相连通；重油下行管反应器26底部和轻烃下行管反应器13底部分别进入沉降器25稀相段；沉降器25密相段即为汽提段23，汽提段23底部通过待生催化剂输送管15与提升管再生器2底部相连通；提升管再生器2顶部通过惯性分离器38与湍动床再生器1顶部相连通。\n[0077] 外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5和汽提段再生催化剂输送管4入口均采用淹流口形式且设置淹流斗；外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5、汽提段再生催化剂输送管4、外取热器催化剂出口管31、重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9与待生催化剂输送管15上分别设有外取热器催化剂入口流量调节阀34、催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀7、汽提段再生催化剂流量调节阀14、外取热器催化剂出口流量调节阀30、重油反应器再生催化剂流量调节阀28、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀10和待生催化剂流量调节阀16，所述的七个调节阀为流态化固体流量调节阀，特别是滑阀；外取热器催化剂出口管31出口位于催化剂混合罐8上部的轴向中心区域，汽提段再生催化剂输送管4的出口位于汽提段23下部的轴向中心区域。\n[0078] 催化剂混合罐8为一圆柱型筒体；筒体两端设有碟型封头，筒体的顶部设有两个催化剂入口，筒体的底部设有两个催化剂出口，催化剂混合罐8底部设有空气分布器6b，顶端设有排气口，且该排气口通过空气管线与湍动床再生器 底部的空气入口管线相连通。\n[0079] 重油下行管反应器26与轻烃下行管反应器13结构相同，均由油剂混合管和反应物流导出管串联组成；两根油剂混合管竖直设置，其顶部入口分别与重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9的底部出口相连接；其顶端均设有球形封头，底端均设有锥形封头；两根油剂混合管的入口下方分别设有催化剂分布板11a和催化剂分布板11b；且在其轴向不同高度的器壁上分别设有三层重油原料喷嘴27a、27b、27c和三层轻烃原料喷嘴12a、12b、12c，其中每层重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴\n12a、12b、12c又分别包括六个成矩阵分布的重油原料喷嘴27和轻烃原料喷嘴12，同层的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴结构尺寸一致且两个一组分别以两根油剂混合管中心轴为对称轴对称设置，重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴12a、12b、12c的原料喷射方向倾斜向下且分别指向两根油剂混合管中心轴，各层重油原料喷嘴27a、27b、27c和轻烃原料喷嘴12a、12b、12c可根据需要采用相同或不同的倾斜角度；两根反应物流导出管均由斜管段和水平段串联组成；两根反应物流导出管斜管段的入口分别与两根油剂混合管底部出口相连接，两个反应物流导出管水平段穿过器壁进入沉降器25稀相段，其出口分别与重油反应器粗旋风分离器22入口和轻烃反应器粗旋风分离器17入口相连接。\n[0080] 沉降器25内，除重油反应器粗旋风分离器22和轻烃反应器粗旋风分离器17以外，还设有一个重油反应器一级旋风分离器21和一个轻烃反应器一级旋风分离器18；重油反应器粗旋风分离器22出口管道与重油反应器一级旋风分离器21入口管道相套接，即重油反应器粗旋风分离器22出口管道外经比重油反应器一级旋风分离器21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，管道环隙作为汽提物流的入口与沉降器25稀相段相连通，重油反应器一级旋风分离器21出口通过封闭管道与重油反应集气室20相连通；轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器18入口管道相套接，即轻烃反应器粗旋风分离器17出口管道外经比轻烃反应器一级旋风分离器18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，管道环隙同作为汽提物流的入口与沉降器25稀相段相连通，轻烃反应器一级旋风分离器18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20和轻烃反应集气室19均位于沉降器25顶部，是分割开的两个独立的空间，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。\n[0081] 汽提段23内设有两个蒸汽分布器24a、24b，其中蒸汽分布器24a设置在汽提段再生催化剂输送管4底部出口上方，蒸汽分布器24b设置在汽提段23底部。\n[0082] 提升管再生器2由竖直段和水平段串联组成；竖直段底部入口与待生催化剂输送管15底部出口相连接；竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有球形封头；竖直段底部设有空气分布器6c，并且在其轴向不同高度的器壁上设有三层空气入口3a、3b、3c，其中每层均包括四个均匀分布的结构尺寸相同且水平切向进风的空气入口3；水平段出口与惯性分离器\n38入口相连接，水平段出口端也设有气垫弯头。\n[0083] 惯性分离器38为一根圆管，竖直设置，其出口位于湍动床再生器1稀相段上部。\n[0084] 湍动床再生器1密相段底部设有空气分布器6a；其稀相段上部设有两组再生器两级旋风分离器，其中，再生器一级旋风分离器35a、35b入口与湍动床再生器1的稀相段相连通，再生器一级旋风分离器35a、35b出口与再生器二级旋风分离器36a、36b入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器36a、36b出口通过封闭管道与位于湍动床再生器1顶部的烟气集气室37相连通；烟气集气室37通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。\n[0085] 以上各设备主体均为金属材质(通常为碳钢或不锈钢)；其中，外取热器催化剂入口管33、催化剂混合罐高温催化剂输送管5、汽提段再生催化剂输送管4、外取热器催化剂出口管31、重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9、待生催化剂输送管15、重油下行管反应器26、轻烃下行管反应器13、沉降器25、提升管再生器2、湍动床再生器1、催化剂混合罐8、外取热器32、重油反应器粗旋风分离器22、轻烃反应器粗旋风分离器17、重油反应器一级旋风分离器21、轻烃反应器一级旋风分离器18、再生器一级旋风分离器35a、35b、再生器二级旋风分离器36a、36b内部均设有内衬隔热耐磨衬里；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。\n[0086] 重油下行管反应器26的总长度一般为8～15m，其中，油剂混合管的长度一般为\n6～10m，反应物流导出管斜管段的长度一般为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度一般为0.5～1.8m，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径一般为\n400～2500mm。\n[0087] 轻烃下行管反应器13的总长度一般为8～15m，其中，油剂混合管的长度一般为\n6～10m，反应物流导出管斜管段的长度一般为1.5～3.2m，反应物流导出管水平段的长度一般为0.5～1.8m，油剂混合管内径不大于反应物流导出管通内径，两者的内径一般为\n300～1800mm。\n[0088] 重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13各部分的具体长度可根据各反应器的设计反应时间、反应器各部分的设计线速以及整个催化裂化装置的压力平衡参数要求和沉降器的具体结构尺寸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；重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13各部分的具体内径可根据各反应器的设计处理量与反应器各部分的设计线速等参数要求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；两根反应物流导出管的斜管段与水平面的夹角一般为\n45°～70°，以利于下行的反应物流从油剂混合管底部导出。\n[0089] 催化剂分布板11a、11b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的催化剂分布板的设计计算方法加以确定。\n[0090] 重油原料喷嘴27a、27b、27c与轻烃原料喷嘴12a、12b、12c的原料喷射方向与水平面的夹角一般为45°～80°，以利于油剂的混合及催化剂的流化；其具体设置高度根据各股进料所需要的反应时间和下行管反应器各部分的设计线速以及反应物流导出管的长度等参数进行计算确定。\n[0091] 重油原料喷嘴27a、27b、27c与轻烃原料喷嘴12a、12b、12c属于现有常规设备，符合常规催化裂化原料喷嘴的一般特征；其具体结构尺寸可以根据反应器的设计处理量，雾化蒸汽量等操作条件采用常规催化裂化原料喷嘴的设计计算方法加以确定，其具体材质可根据原料性质和操作条件进行确定。\n[0092] 外取热器催化剂入口管33的内径一般为200～1000mm，催化剂混合罐高温催化剂输送管5的内径一般为400～2000mm，汽提段再生催化剂输送管4的内径一般为300～\n1800mm，外取热器催化剂出口管31的内径一般为200～1000mm，重油反应器再生催化剂输送管29的内径一般为300～1800mm，轻烃反应器再生催化剂输送管9的内径一般为200～\n1500mm，待生催化剂输送管15的内径一般为500～3500mm；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。\n[0093] 提升管再生器2竖直段的长度一般为50～65m，其内径一般为1200～8000mm；\n提升管再生器2水平段的长度一般为3～9m，其内径一般为800～6000mm；提升管再生器\n2符合稀相催化剂输送管道的一般特征，可以根据装置的压力平衡关系、设计烧焦能力及各部位的设计线速采用稀相催化剂输送管道的计算方法来确定其各部位的具体结构尺寸；提升管再生器2器壁上的三层空气入口3a、3b、3c的具体设置高度可根据提升管再生器2底部空气分布器及各层空气入口的进风量并结合提升管再生器2各段的烧焦强度通过计算加以确定。\n[0094] 惯性分离器38的长度一般为4～8m，其内径一般为600～4000mm。其长度大于提升管再生器2水平段的内径，其内径不大于提升管再生器2水平段的内径。\n[0095] 催化剂混合罐8的圆柱型桶体的高度一般为2～8m，圆柱型桶体的内径一般为\n1200～5000mm，其具体结构尺寸可以根据两个反应器的总催化剂循环量和冷热催化剂实现均匀混合所需要的时间等参数进行计算确定。\n[0096] 沉降器25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。\n[0097] 湍动床再生器1属于现有常规设备，符合常规提升管式催化裂化装置(所采用的)湍动床再生器的一般特征，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湍动床再生器的设计计算方法加以确定。\n[0098] 外取热器32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。\n[0099] 重油反应器粗旋风分离器22、轻烃反应器粗旋风分离器17、重油反应器一级旋风分离器21、轻烃反应器一级旋风分离器18以及再生器一级旋风分离器35a、35b和再生器二级旋风分离器36a、36b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。\n[0100] 蒸汽分布器24a、24b和空气分布器6a、6b、6c可采用分布管或分布板的形式，也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蒸汽分布器和空气分布器的设计计算方法加以确定。\n[0101] 重油反应器再生催化剂输送管29、轻烃反应器再生催化剂输送管9、汽提段再生催化剂输送管4入口处设置的淹流斗属于现有常规设备，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。\n[0102] 采用图1所示装置进行的本发明所述催化裂化方法如下：湍动床再生器1内的一部分再生催化剂经外取热器32冷却后进入催化剂混合罐8与来自湍动床再生器1的另一部分未被冷却的再生催化剂混合并进行换热；混合再生催化剂分为两股，其中一股经重油反应器再生催化剂输送管29进入重油下行管反应器26与重油原料43接触反应，另一股经轻烃反应器再生催化剂输送管9进入轻烃下行管反应器13与轻烃原料44接触反应；反应结束后，两股反应物流进入沉降器25分别油各自专用的旋分分离器进行气固分离；分离出的重油待生催化剂和轻烃待生催化剂经在汽提段23混合并进行两段汽提后进入提升管再生器2进行烧焦再生；提升管再生器2生成的半再生催化剂进入湍动床再生器1进一步烧焦再生；经过两段再生的再生催化剂循环使用，重油反应油气和一部分被汽提出的烃类组份作为重油反应油气分馏塔进料42，轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类组份作为轻烃反应油气分馏塔进料41。\n[0103] 在以上操作过程中，分别经外取热器催化剂出口管31和催化剂混合罐高温催化剂输送管5进入催化剂混合罐8的两股温度不同的再生催化剂在经空气分布器6b进入催化剂混合罐8的空气40的扰动作用下均匀混合并进行换热；从催化剂混合罐8顶部排出的空气40携带少量的再生催化剂经空气管线与另一股 空气40汇合后一起从底部进入湍动床再生器1。\n[0104] 在以上操作过程中，两股混合再生催化剂自催化剂混合罐8向下分别经重油反应器再生催化剂输送管29和轻烃反应器再生催化剂输送管9进入重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13；并分别由催化剂分布板11a和催化剂分布板11b进行整流，整流后继续下行一段距离再分别与重油原料43和轻烃原料44接触混合，之后两股反应物流分别沿重油下行管反应器26和轻烃下行管反应器13下行并进行反应。\n[0105] 在以上操作过程中，重油原料43包括3种，轻烃原料44也包括3种；根据反应需要，任意一种重油原料43可以从设置在重油下行管反应器26轴向不同高度的器壁上的三层重油原料喷嘴27a、27b、27c中的任意一层进入重油下行管反应器26与再生催化剂接触，任意一种轻烃原料44可以从设置在轻烃下行管反应器13轴向不同高度的器壁上的三层轻烃原料喷嘴12a、12b、12c中的任意一层进入轻烃下行管反应器13与再生催化剂接触。\n[0106] 在以上操作过程中，重油下行管反应器26反应物流经重油下行管反应器26底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器25内的重油反应器粗旋风分离器22进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入重油反应器一级旋风分离器21进行进一步的气固分离；轻烃下行管反应器13反应物流经轻烃下行管反应器13底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器25内的轻烃反应器粗旋风分离器17进行气固分离，分离出的气相物流经连接管道进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行进一步的气固分离；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，一部分进入重油反应器一级旋风分离器\n21进行气固分离，另一部分进入轻烃反应器一级旋风分离器18进行气固分离；由重油反应器一级旋风分离器21分离出的重油反应油气和一部分被汽提出的烃类油气经重油反应集气室20和重油反应油气管线进入重油反应油气分馏塔进行分馏，由轻烃反应器一级旋风分离器18分离出的轻烃反应油气和另一部分被汽提出的烃类油气经轻烃反应集气室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。\n[0107] 在以上操作过程中，重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别经各旋风分离器料腿进入汽提段23进行混合，先于汽提段23上部在较低的温度用下水蒸汽 45进行汽提，后进入汽提段23下部与来自湍动床再生器1经汽提段再生催化剂输送管4进入汽提段下部的一股再生催化剂混合后在较高的温度下用水蒸汽45进一步进行汽提。\n[0108] 在以上操作过程中，经过汽提的混合待生催化剂向下经待生催化剂输送管15进入提升管再生器2，沿提升管再生器2上行并进行烧焦再生；提升管再生器2烧焦所需的空气40从设置在提升管再生器2底部的空气分布器6c和设置在提升管再生器轴向不同高度的器壁上的三层空气入口3a、3b、3c分路进入提升管再生器2，其中，占进入提升管再生器空气总量20％～50％的空气40从空气分布器6c进入，其余的空气40从三层空气入口3a、\n3b、3c进入，各层空气入口3a、3b、3c的进气量可以灵活分配。\n[0109] 在以上操作过程中，提升管再生器(2)烧去50％以上沉积在混合待生催化剂上的焦炭，生成的半再生催化剂和再生烟气一起经提升管再生器2顶部出口向下进入惯性分离器38进行分离；分离出的半再生催化剂向下进入湍动床再生器1密相段与从湍动床再生器1底部经空气分布器6a进入湍动床再生器1密相段的空气40接触进一步烧焦再生，分离出的提升管再生器2的再生烟气和湍动床再生器1的再生烟气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35a、35b和再生器二级旋风分离器36a、36b进行气固分离；分离出的催化剂颗粒经再生器一级旋风分离器35a、35b的料腿和再生器二级旋风分离器36a、36b的料腿返回湍动床再生器1密相段，分离出的混合烟气39经烟气集气室37和烟气管线进入烟气能量回收系统。\n[0110] 在以上操作过程中，从湍动床再生器1进入外取热器32、催化剂混合罐8和汽提段\n23，从外取热器32进入催化剂混合罐8以及从催化剂混合罐8进入重油下行管反应器29和轻烃下行管反应器9的再生催化剂的流量，从汽提段23进入提升管再生器2的待生催化剂的流量可以分别通过外取热器催化剂入口流量调节阀34、催化剂混合罐高温催化剂流量调节阀7、汽提段再生催化剂流量调节阀14、外取热器催化剂出口流量调节阀30、重油反应器再生催化剂流量调节阀28、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀10和待生催化剂流量调节阀16进行控制。\n[0111] 在以上操作过程中，重油下行管反应器26的操作条件是：反应温度(反应器出口温度)一般为460～580℃，较好为470～560℃，最好为480～540℃；反应时间一般为\n0.2～2.0s，较好为0.5～1.7s，最好为0.7～1.5s；剂油比一般为5～40，较好为8～30，最好为10～20；催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。\n[0112] 在以上操作过程中，轻烃下行管反应器13的操作条件是：反应温度(反应器出口温度)一般为450～600℃，较好为480～580℃，最好为500～550℃；反应时间一般为\n0.2～2.5s，较好为0.5～2.2s，最好为1.0～2.0s；剂油比一般为3～35，较好为5～25，最好为8～12；催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。\n[0113] 在以上操作过程中，重油下行管反应器26的进料包括常压渣油、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。轻烃下行管反应器13的进料包括催化裂化汽油、催化裂化轻汽油、焦化汽油、气压机凝缩油。催化剂可采用现有的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)，可以按常规选用。\n[0114] 在以上操作过程中，沉降器25的操作条件是：稀相温度一般为450～590℃；顶部绝对压力一般为0.20～0.50Mpa，较好为0.25～0.45Mpa，最好为0.30～0.40Mpa。\n[0115] 在以上操作过程中，汽提段23的操作条件是：一段汽提的汽提温度一般为480～\n560℃，一段汽提的汽提时间为一般为1.0～3.0min；二段汽提的汽提温度一般为520～\n620℃，二段汽提的汽提时间一般为1.0～2.0min；汽提蒸汽用量一般为2～5kg/tcat。\n[0116] 在以上操作过程中，提升管再生器2的操作条件是：入口温度一般为500～\n600℃，较好为520～600℃，最好为540～600℃；出口温度一般为560～720℃，较好为\n600～680℃，最好为630～650℃；平均气体线速一般为3.0～10.0m/s，较好为4.0～\n9.0m/s，最好为5.0～8.0m/s；烧焦强度(每吨催化剂藏量每小时的烧碳量)一般为300～\n1200kg/(t·h)，烧焦时间一般为5～40s；空气量根据烧焦量来确定，满足烧去混合待生催化剂上30％以上的焦炭的需求；混合待生催化 剂在提升管再生器2再生器中烧去沉积在上面的30％以上的焦炭。\n[0117] 在以上操作过程中，湍动床再生器1的操作条件是：再生温度一般为580～\n740℃，较好为620～700℃，最好为650～670℃；烧焦强度一般为0～120kg/(t·h)；烧焦时间一般为1.0～4.0min；顶部绝对压力一般为0.10～0.40Mpa，较好为0.15～0.35Mpa，最好为0.20～0.30Mpa；空气量根据烧焦量来确定，满足烧去半再生催化剂上的剩余焦炭。\n[0118] 在以上操作过程中，外取热器32的操作条件可以根据取热负荷的变化灵活调整。\n[0119] 在以上操作过程中，催化剂混合罐8的操作条件是：平均气体线速一般为0.3～\n1.0m/s；从催化剂混合罐8引出的混合再生催化剂温度一般为550～700℃，较好为570～\n680℃，最好为590～650℃。\n[0120] 实施例1，对比例\n[0121] 在常规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大庆常压渣油，轻烃提升管反应器加工重油提升管反应器所产催化汽油，催化剂采用市售的CC-20D催化裂化工业平衡催化剂。\n[0122] 重油提升管反应器设计处理量为60kg/d，模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经进料喷嘴进入重油提升管反应器；轻烃提升管反应器设计处理量为24kg/d。再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为62。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。\n[0123] 催化裂化原料性质见表1，本实施例常规双提升管催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表2。常规双提升管催化裂化装置液体产品主要性质见表3。\n[0124] 实施例2\n[0125] 在近似于图1所示装置的新型流化催化裂化中试装置上进行试验。该新型流化催化裂化中试装置的重油下行管反应器和轻烃下行管反应器均可以根据工艺需要进行灵活更换。重油下行管反应器加工与对比例相同的大庆常压渣油，轻烃下行管反应器加工重油下行管反应器所产催化汽油，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。\n[0126] 重油下行管反应器设计处理量为60kg/d，模拟全回炼操作，重油原料与回炼油混合后经进料喷嘴进入重油下行管反应器；轻烃下行管反应器设计处理量为30kg/d，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为66。汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度为500℃。\n[0127] 本实施例新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表4。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表5。\n[0128] 实施例3\n[0129] 按实施例2，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的再生温度、烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，混合再生催化剂的温度，重油下行管反应器和轻烃下行管反应器的剂油比，以及重油下行管反应器的回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表6。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表7。\n[0130] 实施例4\n[0131] 按实施例2，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的再生温度、烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，混合再生催化剂的温度，重油下行管反应器和轻烃下行管反应器的剂油比，以及重油下行管反应器的回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表8。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表9。\n[0132] 实施例5\n[0133] 按实施例3，主要区别在于湍动床再生器的烧焦强度和烧焦时间，重油下行管反应器的反应时间和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表10。\n新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表11。\n[0134] 实施例6\n[0135] 按实施例3，主要区别在于湍动床再生器的烧焦强度和烧焦时间，重油下行管反应器的反应时间和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表12。\n新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表13。\n[0136] 实施例7\n[0137] 按实施例3，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的烧焦强度和烧焦 时间以及提升管再生器的平均气体线速，重油下行管反应器的反应温度、剂油比和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表14。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表15。\n[0138] 实施例8\n[0139] 按实施例3，主要区别在于湍动床再生器与提升管再生器的烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的平均气体线速，重油下行管反应器的反应温度、剂油比和回炼比。本实施新型流化催化裂化装置主要操作条件及产品分布见表16。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表17。\n[0140] 表1 催化裂化原料性质\n[0141] \n催化裂化进料进料 大庆常压渣油 \n密度(20℃)，kg·m-3 900.2 \n残炭，w％ 4.2 \n族组成，w％ \n饱和烃 62.3 \n芳烃 22.6 \n胶质+沥青质 15.1 \n硫含量，μg·g-1 1450 \nNi，μg·g-1 4.3 \nV，μg·g-1 0.2 \n[0142] 表2 实施例1主要操作条件及产品分布\n[0143] \n[0144] 表3 实施例1液体产品主要性质\n[0145] \n[0146] \n[0147] 表4 实施例2主要操作条件及产品分布\n[0148] \n[0149] 表5 实施例2液体产品主要性质\n[0150] \n[0151] \n[0152] 表6 实施例3主要操作条件及产品分布\n[0153] \n[0154] 表7 实施例3液体产品主要性质\n[0155] \n[0156] \n[0157] 表8 实施例4主要操作条件及产品分布\n[0158] \n[0159] 表9 实施例4液体产品主要性质\n[0160] \n[0161] \n[0162] 表10 实施例5主要操作条件及产品分布\n[0163] \n[0164] 表11 实施例5液体产品主要性质\n[0165] \n[0166] \n[0167] 表12 实施例6主要操作条件及产品分布\n[0168] \n[0169] 表13 实施例6液体产品主要性质\n[0170] \n[0171] \n[0172] 表14 实施例7主要操作条件及产品分布\n[0173] \n[0174] 表15 实施例7液体产品主要性质\n[0175] \n[0176] \n[0177] 表16 实施例8主要操作条件及产品分布\n[0178] \n[0179] 表17 实施例8液体产品主要性质\n[0180] \n[0181]