一种催化裂化装置

1.一种催化裂化装置，其特征在于：包括重油下行管反应器(23)、轻烃下行管反应器(11)、沉降器(22)、提升管再生器(2)和湍动床再生器(1)，湍动床再生器(1)底部分别通过再生催化剂循环管(6)、轻烃反应器再生催化剂输送管(7)和重油反应器再生催化剂输送管(26)与提升管再生器(2)底部、轻烃下行管反应器(11)顶部和重油下行管反应器(23)顶部相连通，轻烃下行管反应器(11)底部和重油下行管反应器(23)底部分别与沉降器(22)稀相段相连通，沉降器(22)密相段通过待生催化剂输送管(12)与提升管再生器(2)底部相连通，提升管再生器(2)顶部与湍动床再生器(1)顶部相连通，所述沉降器(22)内，设有重油反应集气室(17)和轻烃反应集气室(16)，重油反应集气室(17)和轻烃反应集气室(16)位于沉降器(22)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。
2.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器(1)位于沉降器(22)上方，两者采用同轴式布置。
3.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的湍动床再生器(1)位于沉降器(22)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(30)与湍动床再生器(1)顶部相连通。
5.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(23)和轻烃下行管反应器(11)均由油剂混合管和反应物流导出管串联组成，油剂混合管竖直设置，顶端设有球形封头或碟型封头，底端设有锥形封头，入口下方分别设有催化剂分布板(9a、9b)；反应物流导出管由斜管段和水平段串联组成。
6.依照权利要求5所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(23)的油剂混合管顶部入口与重油反应器再生催化剂输送管(26)的底部出口相连接，重油下行管反应器(23)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沉降器(22)的器壁进入沉降器(22)稀相段，其出口与设置在沉降器(22)内的重油反应器粗旋风分离器(19)入口相连接；轻烃下行管反应器(11)的油剂混合管顶部入口与轻烃反应器再生催化剂输送管(7)的底部出口相连接，轻烃下行管反应器(11)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沉降器(22)的器壁进入沉降器(22)稀相段，其出口与设置在轻烃下行管反应器(11)内的轻烃反应器粗旋风分离器(14)入口相连接。
7.依照权利要求5或6所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(23)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；轻烃下行管反应器(11)的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上分别设有2～5层轻烃原料喷嘴。
8.依照权利要求7所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴，每层均成偶数矩阵分布。
9.依照权利要求7所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴，同层的结构尺寸一致且两个一组分别以油剂混合管中心轴为对称轴对称设置。
10.依照权利要求7所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴内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。
11.依照权利要求10所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴内各层喷嘴的倾斜角度可相同，也可不同。
12.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器(22)内，设有重油反应集气室(17)、轻烃反应集气室(16)、重油反应器粗旋风分离器(19)、轻烃反应器粗旋风分离器(14)、1～4个重油反应器一级旋风分离器(18)和1～4个轻烃反应器一级旋风分离器(15)，重油反应器粗旋风分离器(19)出口管道与重油反应器一级旋风分离器(18)入口管道相套接，轻烃反应器粗旋风分离器(14)出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器(15)入口管道相套接，重油反应器一级旋风分离器(18)出口与重油反应集气室(17)通过封闭管道相连通，轻烃反应器一级旋风分离器(15)出口与轻烃反应集气室(16)通过管封闭道相连通，重油反应器粗旋风分离器(19)底部和轻烃反应器粗旋风分离器(14)底部分别通过料腿与沉降器(22)的密相段即汽提段(20)相连通，或者是依次通过预汽提器和料腿与沉降器(22)的密相段即汽提段(20)相连通。
13.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的沉降器(22)的密相段即汽提段(20)内设有蒸汽分布器(21)，蒸汽分布器(21)设置在汽提段(20)底部。
14.依照权利要求4所述的一种催化裂化装置，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，竖直段底部入口与待生催化剂输送管(12)底部出口相连接，竖直段顶部出口与水平段入口相连，水平段出口与惯性分离器(30)入口相连接，水平段出口端设有气垫弯头。
15.依照权利要求14所述的一种催化裂化装置，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。
16.依照权利要求14所述的一种催化裂化装置，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(5b)，并且在其轴向不同高度的器壁上设有2～6层空气入口。
17.依照权利要求16的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的空气入口，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。
18.依照权利要求4所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的惯性分离器(30)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。
19.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，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(5a)，其稀相段上部设有2～6组再生器两级旋风分离器。
20.依照权利要求19所述的一种催化裂化装置，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(27a、27b)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(27a、27b)出口与再生器二级旋风分离器(28a、28b)入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器(28a、28b)出口与设置在湍动床再生器(1)顶部的烟气集气室(29)入口通过封闭管道相连通，烟气集气室(29)出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。
21.依照权利要求1所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述重油反应器再生催化剂输送管(26)、轻烃反应器再生催化剂输送管(7)和再生催化剂循环管(6)，其入口均采用淹流口形式，淹流口处设置淹流斗。
22.依照权利要求1或21所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油反应器再生催化剂输送管(26)、轻烃反应器再生催化剂输送管(7)、再生催化剂循环管(6)与待生催化剂输送管(12)上均设有流量调节阀。
23.依照权利要求5所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油下行管反应器(23)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内径，两者的内径为400～2500mm。
24.依照权利要求5或23所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的轻烃下行管反应器(11)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内径，两者的内径为300～1800mm。
25.依照权利要求14所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的提升管再生器(2)竖直段的长度为40～60m，内径为1200～9000mm，提升管再生器(2)水平段的长度为3～9m，内径为600～4500mm。
26.依照权利要求7所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的重油原料喷嘴(24)和轻烃原料喷嘴(10)中轴线与水平面的夹角为45°～80°。
27.依照权利要求4所述的一种催化裂化装置，其特征在于：所述的惯性分离器(30)的长度为4～8m，其内径为500～3500mm。

一种催化裂化装置\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，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。第二，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。第三，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。第四，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CN2169473所公开的一种催化裂化提升管再生器技术的主要特征是：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[0005] 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是：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，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，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。第二，采用单个反应器而无法实现对汽油的单独改质。\n[0006] 根据上述分析可以看出，采取有效措施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[0007] 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反应时间过长、反应器内催化剂返混严重、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[0008] 本发明提供一种催化裂化装置，其特征在于：包括重油下行管反应器、轻烃下行管反应器、沉降器、提升管再生器和湍动床再生器，湍动床再生器底部分别通过再生催化剂循环管、轻烃反应器再生催化剂输送管和重油反应器再生催化剂输送管与提升管再生器底部、轻烃下行管反应器顶部和重油下行管反应器顶部相连通，轻烃下行管反应器底部和重油下行管反应器底部分别与沉降器稀相段相连通，沉降器密相段通过待生催化剂输送管与提升管再生器底部相连通，提升管再生器顶部与湍动床再生器顶部相连通。\n[0009] 所述的湍动床再生器位于沉降器上方，两者采用同轴式布置或高低并列式布置。\n[0010] 所述的提升管再生器顶部通过惯性分离器与湍动床再生器顶部相连通。\n[0011] 所述的重油下行管反应器和轻烃下行管反应器均由油剂混合管和反应物流导出管串联组成，油剂混合管竖直设置，顶端设有球形封头或碟型封头，底端设有锥形封头，入口下方分别设有催化剂分布板；反应物流导出管由斜管段和水平段串联组成。\n[0012] 所述的重油下行管反应器的油剂混合管顶部入口与重油反应器再生催化剂输送管的底部出口相连接，重油下行管反应器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沉降器的器壁进入沉降器稀相段，其出口与设置在沉降器内的重油反应器粗旋风分离器入口相连接；轻烃下行管反应器的油剂混合管顶部入口与轻烃反应器再生催化剂输送管的底部出口相连接。轻烃下行管反应器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沉降器的器壁进入沉降器稀相段，其出口与设置在轻烃下行管反应器内的轻烃反应器粗旋风分离器入口相连接。\n[0013] 所述的重油下行管反应器的油剂混合管，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；轻烃下行管反应器的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上分别设有2～5层轻烃原料喷嘴。\n[0014] 所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴，每层均成偶数矩阵分布。\n[0015] 所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴，同层的结构尺寸一致且两个一组分别以油剂混合管中心轴为对称轴对称设置。\n[0016] 所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴内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[0017] 所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴内各层喷嘴的倾斜角度可相同，也可不同。\n[0018] 所述的沉降器内，设有重油反应集气室、重油反应器粗旋风分离器、轻烃反应器粗旋风分离器、轻烃反应集气室、1～4个重油反应器一级旋风分离器和1～4个轻烃反应器一级旋风分离器，重油反应器粗旋风分离器出口管道与重油反应器一级旋风分离器入口管道相套接，轻烃反应器粗旋风分离器出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器入口管道相套接，重油反应器一级旋风分离器出口与重油反应集气室通过封闭管道相连通，轻烃反应器一级旋风分离器出口与轻烃反应集气室通过管封闭道相连通，重油反应器粗旋风分离器底部和轻烃反应器粗旋风分离器底部分别通过料腿与沉降器密相段即汽提段相连通，或者是依次通过预汽提器和料腿与沉降器密相段即汽提段相连通。\n[0019] 所述的重油反应集气室和轻烃反应集气室位于沉降器顶部，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[0020] 所述的沉降器密相段即汽提段内设有蒸汽分布器，蒸汽分布器设置在汽提段底部。\n[0021] 所述的提升管再生器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底部出口相连接，竖直段顶部出口与水平段入口相连，水平段出口与惯性分离器入口相连接，水平段出口端设有气垫弯头。\n[0022] 所述的提升管再生器竖直段顶端设有气垫弯头，底端设有封头。\n[0023] 所述的提升管再生器竖直段底部设有空气分布器，并且在其轴向不同高度的器壁上设有2～6层空气入口。\n[0024] 所述的空气入口，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。\n[0025] 所述的惯性分离器为一根圆管，竖直设置，其出口位于湍动床再生器稀相段上部。\n[0026] 所述的湍动床再生器，其密相段底部设有空气分布器，其稀相段上部设有2～6组再生器两级旋风分离器。\n[0027] 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出口与再生器二级旋风分离器入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器出口与设置在湍动床再生器顶部的烟气集气室入口通过封闭管道相连通，烟气集气室出口通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。\n[0028] 所述重油反应器再生催化剂输送管、轻烃反应器再生催化剂输送管和再生催化剂循环管，其入口均采用淹流口形式，淹流口处可以设置淹流斗。\n[0029] 所述的重油反应器再生催化剂输送管、轻烃反应器再生催化剂输送管、再生催化剂循环管与待生催化剂输送管上均设有流量调节阀。\n[0030] 所述的重油下行管反应器的总长度为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。\n[0031] 所述的轻烃下行管反应器的总长度为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。\n[0032] 所述的提升管再生器竖直段的长度为40～60m，内径为1200～9000mm，提升管再生器水平段的长度为3～9m，内径为600～4500mm。\n[0033] 所述的重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴中轴线与水平面的夹角为45°～80°。\n[0034] 所述的惯性分离器的长度为4～8m，其内径为500～3500mm。\n[0035] 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[0036] 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并降低装置能耗，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[0037] 2.由于采用提升管再生器与湍动床再生器相结合使用的方法，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，提升管底部补再生剂和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[0038] 3.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[0039] 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附图说明\n[0040] 图1是本发明所述催化裂化装置反再系统的示意图。\n[0041] 图2是本发明所述催化裂化装置中提升管再生器2的横截面A-A剖视图。\n[0042] 图3是本发明所述催化裂化装置中重油下行管反应器23的横截面B-B剖视图。\n[0043] 图4是本发明所述催化裂化装置中轻烃下行管反应器11的横截面C-C剖视图。\n[0044] 图5是本发明所述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D-D剖视图。\n[0045] 图6是本发明所述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E-E剖视图。\n[0046] 其中图中所示附图标记为：\n[0047] 1-湍动床再生器，2-提升管再生器，3a、3b、3c-空气入口，4-循环再生催化剂流量调节阀，5a、5b-空气分布器，6-再生催化剂循环管，7-轻烃反应器再生催化剂输送管，8-轻烃反应器再生催化剂流量调节阀，9a、9b-催化剂分布板，10a、10b、10c-轻烃原料喷嘴，11-轻烃下行管反应器，12-待生催化剂输送管，13-待生催化剂流量调节阀，14-轻烃反应器粗旋风分离器，15-轻烃反应器一级旋风分离器，16-轻烃反应集气室，17-重油反应集气室，\n18-重油反应器一级旋风分离器，19-重油反应器粗旋风分离器，20-汽提段，21-蒸汽分布器，22-沉降器，23-重油下行管反应器，24a、24b、24c-重油原料喷嘴，25-重油反应器再生催化剂流量调节阀，26-重油反应器再生催化剂输送管，27a、27b-再生器一级旋风分离器，\n28a、28b-再生器二级旋风分离器，29-烟气集气室，30-惯性分离器，31-混合烟气，32-空气I，33-轻烃反应油气分馏塔进料，34-重油反应油气分馏塔进料，35-重油原料，36-轻烃原料，37-水蒸汽38-空气II。\n具体实施方式\n[0048] 如图1示，实现本发明所述催化裂化方法的装置主要由重油下行管反应器23、轻烃下行管反应器11、沉降器22、提升管再生器2和湍动床再生器1组成，湍动床再生器1位于沉降器22上方，两者采用同轴式布置(图1所示为其中一种形式，还可以是高低并列式布置)；\n湍动床再生器1密相段分别通过重油反应器再生催化剂输送管26、轻烃反应器再生催化剂输送管7和再生催化剂循环管6与重油下行管反应器23顶部、轻烃下行管反应器11顶部和提升管再生器2底部相连通；重油下行管反应器23底部和轻烃下行管反应器11底部分别进入沉降器22稀相段；沉降器22密相段即为汽提段20，汽提段20底部通过待生催化剂输送管12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30与湍动床再生器1顶部相连通。\n[0049] 重油反应器再生催化剂输送管26、轻烃反应器再生催化剂输送管7和再生催化剂循环管6入口均采用淹流口形式且设置淹流斗；重油反应器再生催化剂输送管26、轻烃反应器再生催化剂输送管7、再生催化剂循环管6与待生催化剂输送管12上分别设有重油反应器再生催化剂流量调节阀25、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀8、循环再生催化剂流量调节阀4和待生催化剂流量调节阀13，所述的四个调节阀为流态化固体流量调节阀，特别是滑阀于。\n[0050] 重油下行管反应器23和轻烃下行管反应器11均由油剂混合管和反应物流导出管串联组成，油剂混合管竖直设置，顶端设有球形封头或碟型封头，底端设有锥形封头，重油下行管反应器23油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板9a，轻烃下行管反应器11油剂混合管的入口下方设有催化剂分布板9b；反应物流导出管由斜管段和水平段串联组成。重油下行管反应器23的油剂混合管顶部入口与重油反应器再生催化剂输送管26的底部出口相连接，重油下行管反应器23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重油下行管反应器23的器壁进入沉降器22稀相段，并与设置在沉降器22内的重油反应器粗旋风分离器19入口相连接；轻烃下行管反应器11的油剂混合管顶部入口与轻烃反应器再生催化剂输送管7的底部出口相连接。轻烃下行管反应器11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轻烃下行管反应器11的器壁进入沉降器22稀相段，并与设置在轻烃下行管反应器11内的轻烃反应器粗旋风分离器14入口相连接。\n[0051] 如图1、图3和图4所示，重油下行管反应器23的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上设有3层重油原料喷嘴24a、24b、24c(可为2～5层，图1中为3层)；轻烃下行管反应器\n11的油剂混合管，在其轴向不同高度的器壁上设有3层轻烃原料喷嘴10a、10b、10c(可为2～\n5层，图1中为3层)。每层重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴均包括六个成矩阵分布的喷嘴，同层喷嘴结构尺寸一致且两个一组分别以油剂混合管中心轴为对称轴对称设置，重油原料喷嘴和轻烃原料喷嘴的原料喷射方向倾斜向下且指向油剂混合管中心轴，各层重油原料喷嘴\n24a、24b、24c和轻烃原料喷嘴10a、10b、10c可根据需要采用相同或不同的倾斜角度。\n[0052] 沉降器22内，除重油反应器粗旋风分离器19和轻烃反应器粗旋风分离器14以外，还设有一个重油反应器一级旋风分离器18(可为1～4个，图1中为一个)、轻烃反应集气室\n16、重油反应集气室17和一个轻烃反应器一级旋风分离器15(可为1～4个，图1中为一个)；\n重油反应集气室17和轻烃反应集气室16位于沉降器22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。重油反应器粗旋风分离器19出口管道与重油反应器一级旋风分离器18入口管道相套接，即重油反应器粗旋风分离器19出口管道外径比重油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，管道环隙作为汽提物流的入口与沉降器22稀相段相连通，重油反应器一级旋风分离器18出口通过封闭管道与重油反应集气室17相连通；轻烃反应器粗旋风分离器14出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器15入口管道相套接，即轻烃反应器粗旋风分离器14出口管道外经比轻烃反应器一级旋风分离器15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22稀相段相连通，轻烃反应器一级旋风分离器15出口通过封闭管道与轻烃反应集气室16相连通；重油反应集气室17和轻烃反应集气室16均位于沉降器22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[0053] 汽提段20内设有蒸汽分布器21，蒸汽分布器21设置在汽提段20底部。\n[0054] 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12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；竖直段顶部出口与水平段入口相连，水平段出口与惯性分离器30入口相连接，水平段出口端设有气垫弯头。竖直段底部设有空气分布器5b，并且在其轴向不同高度的器壁上设有3层空气入口3a、3b、3c(可为2～6层，图1中为3层)。空气入口的每层均包括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(如图2所示，可为4个或6个，图2中为4个)。\n[0055] 惯性分离器30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[0056] 湍动床再生器1密相段底部设有空气分布器5a；其稀相段上部设有2组再生器两级旋风分离器(可为2～6组，图1中为2组)，其中再生器一级旋风分离器27a、27b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27a、27b出口分别与再生器二级旋风分离器28a、28b入口通过封闭管道相连通，再生器二级旋风分离器28a、28b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29相连通；烟气集气室29通过烟气管线与烟气能量回收系统相连通。\n[0057] 以上各设备主体均为金属材质(通常为碳钢或不锈钢)；其中，重油反应器再生催化剂输送管26、轻烃反应器再生催化剂输送管7、循环再生催化剂输送管4、待生催化剂输送管12、重油下行管反应器23、轻烃下行管反应器11、沉降器22、提升管再生器2、湍动床再生器1、重油反应器粗旋风分离器19、轻烃反应器粗旋风分离器14、重油反应器一级旋风分离器18、轻烃反应器一级旋风分离器15、再生器一级旋风分离器27a、27b、再生器二级旋风分离器28a、28b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[0058] 重油下行管反应器23的总长度一般为8～15m，其中，油剂混合管的长度一般为6～\n10m，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400～\n2500mm。\n[0059] 轻烃下行管反应器11的总长度一般为8～15m，其中，油剂混合管的长度一般为6～\n10m，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300～\n1800mm。\n[0060] 重油下行管反应器23和轻烃下行管反应器11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23和轻烃下行管反应器11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45°～70°，以利于下行的反应物流从油剂混合管底部导出。\n[0061] 催化剂分布板9a、9b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[0062] 重油原料喷嘴24a、24b、24c与轻烃原料喷嘴10a、10b、10c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[0063] 重油原料喷嘴24a、24b、24c与轻烃原料喷嘴10a、10b、10c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[0064] 重油反应器再生催化剂输送管26的内径一般为300～1800mm，轻烃反应器再生催化剂输送管7的内径一般为200～1500mm，再生催化剂循环管6的内径一般为300～1800mm，待生催化剂输送管12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[0065] 提升管再生器2竖直段的长度一般为45～60m，其内径一般为1200～8000mm；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2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[0066] 惯性分离器30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[0067] 沉降器22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[0068] 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[0069] 重油反应器粗旋风分离器19、轻烃反应器粗旋风分离14、重油反应器一级旋风分离器18、轻烃反应器一级旋风分离器15以及再生器一级旋风分离器27a、27b和再生器二级旋风分离器28a、28b属于现有设常规备，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[0070] 蒸汽分布器21和空气分布器5a、5bc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[0071] 重油反应器再生催化剂输送管26、轻烃反应器再生催化剂输送管7、再生催化剂循环管6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[0072] 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26进入重油下行管反应器23与重油原料35接触反应，另一股经轻烃反应器再生催化剂输送管7进入轻烃下行管反应器11轻烃原料36接触反应；反应结束后，两股反应物流进入沉降器22分别由各自专用的旋风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20混合并进行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34，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33。\n[0073] 在以上操作过程中，两股再生催化剂自湍动床再生器1向下分别经重油反应器再生催化剂输送管26和轻烃反应器再生催化剂输送管7进入重油下行管反应器23和轻烃下行管反应器11；并分别由催化剂分布板9a和催化剂分布板9b进行整流，整流后继续下行一段距离再分别与重油原料35和轻烃原料36接触混合，之后两股反应物流分别沿重油下行管反应器23和轻烃下行管反应器11下行并进行反应。\n[0074] 在以上操作过程中，重油原料35包括3种，轻烃原料36也包括3种；根据反应需要，任意一种重油原料35可以从设置在重油下行管反应器23轴向不同高度的器壁上的三层重油原料喷嘴24a、24b、24c中的任意一层进入重油下行管反应器23与再生催化剂接触，任意一种轻烃原料36可以从设置在轻烃下行管反应器11轴向不同高度的器壁上的三层轻烃原料喷嘴10a、10b、10c中的任意一层进入轻烃下行管反应器11与再生催化剂接触。\n[0075] 在以上操作过程中，重油下行管反应器23反应物流经重油下行管反应器23底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器22内的重油反应器粗旋风分离器19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18进行进一步的气固分离；轻烃下行管反应器11反应物流经轻烃下行管反应器11底部的反应物流导出管直接进入位于沉降器22内的轻烃反应器粗旋风分离器14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15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，一部分经重油反应器粗旋风分离器14出口管道与重油反应器一级旋风分离器15入口管道衔接处的管道环隙进入重油反应器一级旋风分离器\n18进行气固分离，另一部分经轻烃反应器粗旋风分离器14出口管道与轻烃反应器一级旋风分离器15入口管道衔接处的管道环隙进入轻烃反应器一级旋风分离器15进行气固分离；由重油反应器一级旋风分离器18分离出的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34，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，由轻烃反应器一级旋风分离器15分离出的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33，经轻烃反应集气室16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[0076] 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20进行混合，同时用水蒸汽37进行汽提。\n[0077] 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12进入提升管再生器2，与经再生催化剂循环管6进入提升管再生器2底部的再生催化剂混合后沿提升管再生器2上行并进行烧焦再生。提升管再生器2烧焦所需的空气II38从设置在提升管再生器2底部的空气分布器5b和设置在提升管再生器2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II38从空气分布器5b进入，其余的空气II38从三层空气入口3a、3b、3c进入，各层空气入口3a、3b、3c的进气量可以灵活分配。\n[0078] 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\n30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5a进入湍动床再生器1密相段的空气I32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27a、27b和再生器二级旋风分离器28a、28b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27a、27b的料腿和再生器二级旋风分离器28a、28b的料腿返回湍动床再生器1密相段，分离出的混合烟气31经烟气集气室29和烟气管线进入烟气能量回收系统。\n[0079] 在以上操作过程中，从湍动床再生器1进入重油下行管反应器23、轻烃下行管反应器11和提升管再生器2的再生催化剂的流量，以及从汽提段20进入提升管再生器2的待生催化剂的流量可以分别通过重油反应器再生催化剂流量调节阀25、轻烃反应器再生催化剂流量调节阀8、循环再生催化剂流量控制阀4和待生催化剂流量调节阀13进行控制。\n[0080] 在以上操作过程中，重油下行管反应器23的操作条件是：反应温度(反应器出口温度)一般为460～550℃，较好为470～540℃，最好为480～530℃；反应时间一般为0.2～\n1.6s，较好为0.5～1.4s，最好为0.7～1.2s；剂油比一般为5～30，较好为8～20，最好为10～\n15；催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。\n[0081] 在以上操作过程中，轻烃下行管反应器11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0.2～\n2.5s，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～\n12；催化剂活性一般为58～75，较好为62～72，最好为65～70。\n[0082] 在以上操作过程中，重油下行管反应器23的进料包括直馏蜡油、焦化蜡油、加氢尾油、脱沥青油、回炼油、油浆。轻烃下行管反应器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[0083] 在以上操作过程中，沉降器22的操作条件是：稀相温度一般为450～580℃；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[0084] 在以上操作过程中，汽提段20的操作条件是汽提温度一般为480～530℃，汽提时间为一般为1.0～3.0min；汽提蒸汽用量一般为2～5kg/tcat。\n[0085] 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500～600℃，较好为520～600℃，最好为540～600℃；出口温度一般为560～660℃，较好为580～650℃，最好为620～640℃；平均气体线速一般为1.5～10.0m/s，较好为2.0～9.0m/s，最好为3.0～\n7.0m/s；烧焦强度(每吨催化剂藏量每小时的烧碳量)一般为300～1500kg/(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50％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50％以上的焦炭。\n[0086] 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580～680℃，较好为600～670℃，最好为620～660℃；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[0087] 实施例1，对比例\n[0088] 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鲁宁管输直馏蜡油，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-\n20D催化裂化工业平衡催化剂。\n[0089] 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[0090] 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[0091] 实施例2\n[0092] 在近似于图1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。\n重油下行管反应器加工与对比例相同的鲁宁管输直馏蜡油，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[0093] 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[0094] 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[0095] 实施例3\n[0096] 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6。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表7。\n[0097] 实施例4\n[0098] 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烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的烧焦温度和平均气体线速，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10。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表11。\n[0099] 实施例5\n[0100] 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8。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表9。\n[0101] 实施例6\n[0102] 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烧焦强度和烧焦时间以及提升管再生器的烧焦温度和平均气体线速，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12。新型流化催化裂化装置液体产品主要性质见表13。\n[0103] 表1催化裂化原料性质\n[0104]\n催化裂化进料进料 鲁宁管输直馏蜡油\n密度(20℃)，kg·m-3 868.5\n残炭，w％ 0.08\n族组成，w％  \n饱和烃 74.3\n芳烃 23.0\n胶质+沥青质 2.7\n硫含量，μg·g-1 4230\n-1\nNi，μg·g 0.30\nV，μg·g-1 0.02\n[0105] 表2实施例1主要操作条件及产品分布\n[0106]\n[0107] 表3实施例1液体产品主要性质\n[0108]\n[0109] 表4实施例2主要操作条件及产品分布\n[0110]\n[0111] 表5实施例2液体产品主要性质\n[0112]\n[0113] 表6实施例3主要操作条件及产品分布\n[0114]\n[0115] 表7实施例3液体产品主要性质\n[0116]\n[0117] 表8实施例4主要操作条件及产品分布\n[0118]\n[0119] 表9实施例4液体产品主要性质\n[0120]\n[0121] 表10实施例5主要操作条件及产品分布\n[0122]\n[0123] 表11实施例5液体产品主要性质\n[0124]\n[0125] 表12实施例6主要操作条件及产品分布\n[0126]\n[0127] 表13实施例6液体产品主要性质\n[0128]