一種流化催化裂化裝置的制造方法
【專利摘要】本發明公開了石油化工行業的一種流化催化裂化裝置，主要包括反應段長度分別為5～15m和5～10m的第一管式反應器和第二管式反應器、沉降器和氣固分離器、由折流管式再生器和湍動床再生器組成的再生器、一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器、低溫再生催化劑罐，以及連接相關設備的管道。折流管式再生器主要由外殼、外管和內管組成，其中的外殼自下而上由外殼管、過渡段和出口管串聯組成；外殼管與外管之間、外管與內管之間分別形成環形通道，內管底部的器壁上設有再生催化劑入口和待生催化劑入口，外殼管底部的器壁上設有主風入口管。本發明可用于重油催化裂化和汽油催化改質。
【專利說明】
一種流化催化裂化裝置
技術領域
[0001] 本發明涉及石油化工行業的一種流化催化裂化裝置。
【背景技術】
[0002] 目前，石油化工行業所使用的常規流化催化裂化裝置普遍存在著以下幾方面的缺 點：第一，采用湍動床再生器或湍動床與快速床相結合的再生器，燒焦強度較小。受再生動 力學限制，再生溫度較高，導致參與反應的再生催化劑溫度較高（一般在700°C左右）。由于 裝置熱平衡的限制，使重油提升管的劑油比相對較小，一般總劑油比為5~8 (提升管的總 劑油比為提升管內催化劑的重量循環量與提升管各股進料的重量流量總和之比），從而使 單位重量的重油進料所接觸到的活性中心數較少，這在很大程度上抑制了催化裂化反應。 同時，提升管中油劑的接觸溫度較高，在一定程度上促進了熱裂化反應。第二，提升管反應 器長度較長（一般超過30m)、油劑接觸的時間較長（一般在4s左右，s為秒），這在提高進 料轉化率的同時也加劇了裂化生成物的二次反應；表現為裂化氣（包括干氣和液化氣）與 焦炭的產率較高，汽、柴油餾分的收率較低；還使催化柴油的品質較差，不適于作為車用燃 料調合組份。第三，采用單個常規的提升管反應器，缺乏對汽油催化改質的措施，汽油烯烴 含量高、品質較低。第四，裝置本身缺乏降低再生煙氣中^^^含量的技術措施，導致再生煙 氣中N0 X的含量較高；且降低煙氣中N0X含量的方法多為使用降低催化裂化煙氣N0X含量的 助劑或煙氣凈化裝置及設備，成本較高。多年來，國內外研究機構在克服上述常規流化催化 裂化裝置所存在的缺點方面做了大量的研究工作。
[0003] 中國專利CN100338185C公開的一種催化裂化方法及裝置，其裝置的主要技術特 征是：采用兩個提升管反應器，其中一個為重油提升管反應器，另一個為輕烴提升管反應 器；輕烴提升管反應器待生斜管與重油提升管反應器底部設置的催化劑混合罐或重油提升 管反應器再生斜管之間設有待生催化劑輸送管。由于以上特征，該裝置可利用雙提升管催 化裂化裝置的技術優勢，將部分或全部剩余活性較高（約相當于再生催化劑活性的90% )、 溫度較低（50(TC左右）且經過汽提的輕烴提升管反應器待生催化劑與再生催化劑混合并 換熱后引入重油提升管反應器參與重油裂化反應。因此，實現了重油提升管反應器"油劑 低溫接觸、大劑油比"操作，在一定程度上降低了干氣、焦炭產率，提高了總液體收率。該技 術的不足之處在于：第一，輕烴待生催化劑與再生催化劑混合，在一定程度上降低了重油提 升管反應器內參與反應的催化劑的活性，對產品分布和產品性質帶來不利影響。第二，輕烴 待生催化劑的循環量有限，使重油反應劑油比的提高幅度受到限制。第三，采用傳統的提升 管催化裂化反應器，噴嘴設置位置較低，重油提升管反應器的油劑接觸時間實際上只能控 制為2~4s，短于2s的反應時間很難實現。由于油劑接觸時間較長，導致重油提升管反應 器的產品分布和催化柴油的性質相對較差。第四，催化汽油的改質過程經歷了重油提升管 反應器反應油氣的分餾操作，汽油的冷凝和再次氣化過程產生大量的低溫熱，能耗較高。第 五，裝置本身未采取任何有助于降低再生煙氣中N0 X含量的措施。
[0004] 中國專利CN101575534B公開的一種降低催化裂化再生催化劑溫度的裝置與方 法，其裝置的主要技術特征是：在常規湍動床再生器的下方設置一個再生催化劑冷卻器，再 生催化劑冷卻器底部設有主風分布器。再生催化劑冷卻器與再生器之間以內外套置的兩根 管道相連，內管為再生催化劑輸送管，外管與內管之間的環形空間為換熱后的主風進入再 生器的通道。再生催化劑冷卻器的催化劑出口通過管道與重油提升管反應器的底部相連。 由于以上特征，該裝置可將再生催化劑引入再生催化劑冷卻器與主風進行換熱；換熱后被 加熱的主風向上進入再生器內參與燒焦再生，同時被冷卻的再生催化劑進入重油提升管反 應器參與重油裂化反應。因此，實現了重油提升管反應器"油劑低溫接觸、大劑油比"操作， 在一定程度上降低了干氣、焦炭產率，提高了總液體收率。該技術的不足之處在于：第一， 再生催化劑冷卻器的筒體直徑較小，因此就需要對由冷卻主風分布器通入的冷卻主風量進 行限制。否則，大量再生催化劑冷卻器內冷卻后的再生催化劑將被加熱的冷卻主風夾帶、經 環形空間向上流入再生器內，形成催化劑內循環，影響裝置正常操作。由于冷卻主風量受限 制，因而會影響對高溫再生催化劑的冷卻效果。第二，采用的是傳統的提升管催化裂化反應 器，重油反應很難實現較短的油劑接觸時間，原因和后果與對CN100338185C的說明相似。 第三，裝置本身未采取任何有助于降低再生煙氣中N0 X含量的措施。
[0005] 美國專利US5, 462, 652公開的一種催化裂化工藝所涉及裝置的主要技術特征是： 反應沉降器頂部設有一個催化劑料斗且通過管道與設置于反應沉降器上方的催化劑罐相 連，催化劑罐通過不同的管道與再生器和反應沉降器的密相段相連。反應沉降器稀相段內 水平設有一個進料噴嘴，進料噴射方向所對應的反應沉降器器壁上開孔并連接有一個外置 旋風分離器，外置旋風分離器通過料腿與反應沉降器的密相段相連。由于以上特征，該裝置 可采用與傳統提升管反應器不同的油劑接觸方式。催化劑由催化劑料斗的中心開口在重力 作用下向下流動，噴嘴的進料噴射方向與催化劑流動方向成90度夾角。進料與催化劑接觸 后攜帶催化劑沿水平方向高速運動并發生反應，一部分催化劑顆粒與反應沉降器器壁碰撞 后即與反應油氣分離，另一部分催化劑顆粒與反應油氣一起進入外置旋風分離器進行氣固 分離。同時，一部分待生催化劑在催化劑罐內與再生催化劑混合并換熱后參與重油裂化反 應。因此，所述的裝置在操作時在一定程度上縮短了反應時間，也實現了"油劑低溫接觸、大 劑油比"操作，使產品分布得到改善。該技術的不足之處在于：第一，待生催化劑與再生催 化劑混合，在一定程度上降低了參與反應的催化劑的活性，對產品分布和產品性質帶來不 利影響。第二，重油待生催化劑的活性很低，對參與重油反應的催化劑的活性影響很大，只 能少部分地參與重油反應，從而使重油反應劑油比的提高幅度受到限制。第三，油劑接觸區 域的空間相對較大，重油反應的油劑接觸時間尚未完全得到有效的控制，仍存在一定程度 的二次反應。第四，缺乏對汽油催化改質的措施，汽油烯烴含量高。第五，裝置本身未采取 任何有助于降低再生煙氣中N0 X含量的措施。

【發明內容】

[0006] 本發明的目的是提供一種流化催化裂化裝置，以解決現有的流化催化裂化裝置分 別存在的如下問題：降低再生催化劑溫度和提高重油反應劑油比的措施調節不夠靈活（采 用主風冷卻再生催化劑的方法因冷卻主風量受裝置的限制而使冷卻效果受到影響，通過重 油待生催化劑參與重油反應提高重油反應劑油比的方法因重油待生催化劑活性很低、只能 少部分地參與重油反應而使重油反應劑油比的提高幅度受到限制，或是通過輕烴待生催化 劑參與重油催化裂化反應提高重油反應劑油比的方法由于催化劑的循環量有限而使重油 反應劑油比的提高幅度受到限制），參與重油催化裂化反應的催化劑活性較低（受重油待 生催化劑或輕烴待生催化劑混入的影響），難以實現較短的油劑接觸時間，缺乏對汽油催化 改質的措施，催化汽油的改質過程能耗較高（由于在汽油的冷凝和再次氣化過程中產生了 大量的低溫熱），裝置本身未采取降低再生煙氣中N0 X含量的技術措施，等等。
[0007] 為解決上述問題，本發明采用的技術方案是：一種流化催化裂化裝置，設有管式反 應器、氣固分離設備、再生器、再生催化劑冷卻器，管式反應器包括第一管式反應器和第二 管式反應器，氣固分離設備包括沉降器，沉降器的密相段為汽提段，其特征在于：第一管式 反應器反應段的長度為5~15m，第二管式反應器反應段的長度為5~10m，氣固分離設備 還包括一個單獨外置的氣固分離器，再生器包括折流管式再生器和湍動床再生器，折流管 式再生器從外到內由外殼、外管和內管套置組成，其中的外殼自下而上由外殼管、過渡段和 出口管串聯組成，過渡段為圓臺形筒體，外殼的外殼管與外管之間形成環形通道，外管與內 管之間形成環形通道，內管底部的器壁上設有折流管式再生器的再生催化劑入口和待生催 化劑入口，外殼管底部的器壁上設有主風入口管，外殼出口管的頂端敞口、作為折流管式再 生器的出口，湍動床再生器位于折流管式再生器外殼管的上方，其密相段底端與折流管式 再生器外殼的過渡段相連，再生催化劑冷卻器包括一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化 劑冷卻器，第一管式反應器的出口與氣固分離器相連，氣固分離器的油氣出口與第二管式 反應器的油氣入口相連，氣固分離器的催化劑出口通過待生催化劑輸送管與汽提段的上部 相連，第二管式反應器的出口位于沉降器的稀相段上部且通過封閉管道與旋風分離器的入 口相連，汽提段的底部通過待生催化劑輸送管與折流管式再生器的待生催化劑入口相連， 折流管式再生器的出口位于湍動床再生器的稀相段，湍動床再生器的密相段分別通過再生 催化劑輸送管與第一管式反應器的催化劑入口、一級再生催化劑冷卻器的催化劑入口和折 流管式再生器的再生催化劑入口相連，一級再生催化劑冷卻器的催化劑出口通過再生催化 劑輸送管與二級再生催化劑冷卻器的催化劑入口相連，二級再生催化劑冷卻器的催化劑出 口通過再生催化劑輸送管與流化催化裂化裝置所設的低溫再生催化劑罐相連，低溫再生催 化劑罐的催化劑出口通過再生催化劑輸送管與第二管式反應器的催化劑入口相連，低溫再 生催化劑罐的氣體出口通過空氣輸送管與湍動床再生器的密相段下部相連。
[0008] 所述的第一管式反應器沿其軸向間隔設置有2~5層重油進料噴嘴。
[0009] 所述的一級再生催化劑冷卻器的催化劑出口還可以通過再生催化劑輸送管與湍 動床再生器的密相段相連。
[0010] 或者是，所述的一級再生催化劑冷卻器的催化劑出口還分別通過再生催化劑輸送 管與湍動床再生器的密相段和第一管式反應器的催化劑入口相連。
[0011] 所述湍動床再生器的密相段可以通過再生催化劑輸送管與汽提段的上部相連。
[0012] 本發明的一種流化催化裂化裝置，所述的第一管式反應器為只有堅直管段的提升 管反應器，其催化劑入口位于底部器壁上，氣固分離器的主體為圓柱形筒體，氣固分離器的 油氣出口和催化劑出口分別位于頂端和底端，第二管式反應器由堅直管段和水平管段串聯 組成，堅直管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第一管式反應器與氣固分 離器同軸設置，其出口位于氣固分離器圓柱形筒體的中部，出口處設有慣性分離器，第二管 式反應器的堅直管段與氣固分離器同軸設置，一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷 卻器均為催化劑上進下出式的催化劑冷卻器，且一級再生催化劑冷卻器位于二級再生催化 劑冷卻器的上方，低溫再生催化劑罐位于第二管式反應器水平管段的上方。
[0013] 本發明的另一種流化催化裂化裝置，所述的第一管式反應器為只有堅直管段的下 行管反應器，其催化劑入口位于頂部器壁上，氣固分離器的主體為圓柱形筒體，氣固分離器 的油氣出口和催化劑出口分別位于頂端和底端，第二管式反應器由斜管段和水平管段串聯 組成，斜管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第一管式反應器與氣固分離 器同軸設置，其出口位于氣固分離器圓柱形筒體的中部，出口處設有慣性分離器，一級再生 催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器均為催化劑上進下出式的催化劑冷卻器，且一級再 生催化劑冷卻器位于二級再生催化劑冷卻器的上方，低溫再生催化劑罐位于第二管式反應 器水平管段的上方。
[0014] 本發明的另一種流化催化裂化裝置，所述的第一管式反應器為水平管反應器，氣 固分離器為外置式粗旋風分離器，第二管式反應器由堅直管段和水平管段串聯組成，堅直 管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第一管式反應器的出口通過封閉管 道與外置式粗旋風分離器的入口相連，第二管式反應器的堅直管段與氣固分離器同軸設 置，一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器均為催化劑上進下出式的催化劑冷卻 器，且一級再生催化劑冷卻器位于二級再生催化劑冷卻器的上方，低溫再生催化劑罐位于 第二管式反應器水平管段的上方。
[0015] 與現有的流化催化裂化裝置相比，采用本發明，具有以下的有益效果：
[0016] (1)由于再生器由折流管式再生器和湍動床再生器串聯結合組成，并且湍動床再 生器的密相段通過再生催化劑輸送管與折流管式再生器的再生催化器入口相連，在裝置操 作過程中，待生催化劑與來自湍動床再生器溫度較高的循環再生催化劑混合，確保了折流 管式再生器具有較高的入口溫度，使折流管式再生器可以達到較高的燒焦強度，從而使整 個催化裂化裝置兩個再生器的綜合燒焦強度（綜合燒焦強度指一套催化裂化裝置所包括 的所有再生器在單位時間內的總燒焦量與所有再生器催化劑總藏量的比值）與常規湍動 床再生技術相比有一定提高（湍動床再生器與管式再生器的一個顯著區別就是湍動床再 生器的催化劑藏量較大、熱容也較大，不存在焦炭難以起燃問題。管式再生器的催化劑藏量 較小、熱容也較小，催化劑入口溫度較低時焦炭難以起燃。經過汽提的待生催化劑的溫度在 500°C左右，若直接進入管式再生器，在此溫度下焦炭難以起燃；即使能夠起燃，燒焦速率也 較低。本發明不存在這一問題）。從催化裂化裝置熱平衡關系來看，通過改變壓力平衡使催 化劑循環量增大可直接降低再生器催化劑床層的溫度（對于本發明來說是可以降低折流 管式再生器出口溫度和湍動床再生器密相溫度），而且這種調節是非常靈活的。因此本發明 裝置可以在第一管式反應器加工任何重油進料、實現在再生效率有一定提高的前提下有效 降低并靈活調節參與第一管式反應器內催化裂化反應的再生催化劑溫度，從而實現在保持 參與反應的催化劑（全部為再生催化劑）活性的前提下，進行第一管式反應器"油劑低溫接 觸、大劑油比"操作，進而抑制熱裂化反應，促進催化裂化反應，降低干氣和焦炭產率；同時 使對催化裂化反應條件的控制更加靈活。
[0017] (2)由于第一管式反應器反應段的長度僅為5~15m，且第一管式反應器的出口與 氣固分離器相連，當以第一管式反應器進行重油催化裂化反應時，可以實現較短的油劑接 觸時間（0. 3~1. 2s)，從而有效抑制二次反應，使重油催化裂化產品分布和催化柴油的性 質得到顯著改善。
[0018] (3)由于再生催化劑冷卻器由一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器 串聯組成，第二管式反應器的油氣入口與氣固分離器的油氣出口相連，第二管式反應器的 催化劑入口與二級再生催化劑冷卻器的催化劑出口通過再生催化劑輸送管以及低溫再生 催化劑罐相連，因而可以將第一管式反應器的反應油氣直接（不經分餾過程）引入第二管 式反應器，與經過兩級冷卻的低溫再生催化劑（400~450°C )接觸進行汽油低油劑接觸溫 度、低反應溫度（430~460°C)的催化改質反應。在此溫度條件下，一段反應油氣中的重油 和柴油組分基本上不發生反應，從而在避免汽油冷凝和再次氣化過程、使汽油催化改質過 程的能耗有所降低的前提下實現對催化汽油的單獨改質；同時也抑制了過程中的熱裂化反 應，可降低汽油催化改質的干氣和焦炭產率，使催化汽油的性質顯著改善且收率較高。
[0019] (4)由于第二管式反應器反應段的長度僅為5~10m，第二管式反應器的出口通 過封閉管道與旋風分離器的入口相連，汽油催化改質反應可以實現較短的油劑接觸時間 (0. 3~1. Os)，從而有效抑制汽油改質過程中不必要的副反應，實現汽油收率的最大化。
[0020] (5)折流管式再生器內管的底部設有主風分布管，折流管式再生器外殼的外殼管 底部器壁上設有主風入口管。通過對通入折流管式再生器內管及外殼管與外管之間形成的 環形通道的兩股主風的風量進行合理分配，可以在避免折流管式再生器外殼管與外管之間 形成的環形通道內由于一氧化碳燃燒導致設備飛溫的前提下，在折流管式再生器內管及外 管與內管之間形成的環形通道內對煙氣中的N0 X進行還原，以降低再生煙氣中N0X的含量。 詳細說明，見本發明說明書的【具體實施方式】部分。
[0021] 本發明可用于重油催化裂化和汽油催化改質。
[0022] 下面結合附圖、【具體實施方式】和實施例對本發明作進一步詳細的說明。附圖、具體 實施方式和實施例并不限制本發明要求保護的范圍。
【附圖說明】
[0023] 圖1是本發明的一種采用提升管反應器作為第一管式反應器的流化催化裂化裝 置的示意圖。
[0024] 圖2是本發明的一種采用下行管反應器作為第一管式反應器的流化催化裂化裝 置的示意圖。
[0025] 圖3是本發明的一種采用水平管反應器作為第一管式反應器的流化催化裂化裝 置的示意圖。
[0026] 圖4是本發明折流管式再生器的尺寸標注圖。
[0027] 圖1至圖4中，相同附圖標記表示相同的技術特征；附圖標記表示：1.第一管式反 應器，2.第二管式反應器，3.氣固分離器，4.沉降器，5.汽提段，6.折流管式再生器，6a.折 流管式再生器的外殼，6b.折流管式再生器的外管，6c.折流管式再生器的內管，6d.折流管 式再生器的出口，6e.折流管式再生器外殼的外殼管與外管之間形成的環形通道，6f.折流 管式再生器的外管與內管之間形成的環形通道，7.湍動床再生器，8. -級再生催化劑冷卻 器，9.二級再生催化劑冷卻器，10.低溫再生催化劑罐，11.沉降器粗旋風分離器，12.沉降 器一級旋風分離器，13.再生器一級旋風分離器，14.再生器二級旋風分離器，15.反應集氣 室，16.煙氣集氣室，17、18·待生催化劑輸送管，19、20、21、22、23、24、25、26、27.再生催化 劑輸送管，28.沉降器粗旋風分離器11的出口管道與沉降器一級旋風分離器12的入口管 道之間形成的環隙，29.空氣輸送管，30a、30b、30c.重油進料噴嘴，31a、31b.蒸汽分布管， 32a、32b.主風分布管，33.主風入口管，34.催化劑分布板，35a、35b.慣性分離器。
【具體實施方式】
[0028] 如圖1所示，本發明的一種流化催化裂化裝置，設有第一管式反應器1、第二管式 反應器2、氣固分離器3、沉降器4、折流管式再生器6、湍動床再生器7、一級再生催化劑冷卻 器8、二級再生催化劑冷卻器9和低溫再生催化劑罐10。第一管式反應器1為只有堅直管 段的提升管反應器，其底部器壁上設有兩個催化劑入口。第二管式反應器2由堅直管段和 水平管段串聯組成；堅直管段的底端為油氣入口，水平管段的頂部設有催化劑入口，水平管 段為主反應段。氣固分離器3的主體為圓柱形筒體，頂端和底端分別設有封頭，頂端封頭和 底端封頭上分別設有油氣出口和催化劑出口。沉降器4的密相段為汽提段5。
[0029] 折流管式再生器6從外到內由外殼6a、外管6b和內管6c套置組成，折流管式再 生器的外殼6a自下而上由外殼管、過渡段和出口管串聯組成。內管6c底部的器壁上設有 待生催化劑入口和再生催化劑入口（作為折流管式再生器6的待生催化劑入口和再生催化 劑入口），外殼6a的出口管沿軸向穿過湍動床再生器7的密相段，其頂端敞口、作為折流管 式再生器的出口 6d ;出口 6d處設有慣性分離器35a(傘帽型）。外殼6a、外管6b和內管6c 均與湍動床再生器7同軸設置，湍動床再生器7位于折流管式再生器6外殼管的上方。
[0030] 一級再生催化劑冷卻器8和二級再生催化劑冷卻器9均為催化劑上進下出式的催 化劑冷卻器，且一級再生催化劑冷卻器8位于二級再生催化劑冷卻器9的上方。第一管式 反應器1和第二管式反應器2的堅直管段均與氣固分離器3同軸設置，沉降器4和氣固分 離器3分別與湍動床再生器7高低并列設置，低溫再生催化劑罐10位于第二管式反應器2 水平管段的上方。第一管式反應器1的出口位于氣固分離器3圓柱形筒體的中部；氣固分 離器3的油氣出口與第二管式反應器2的油氣入口相連，氣固分離器3的催化劑出口通過 待生催化劑輸送管17與汽提段5的上部相連。第二管式反應器2的出口位于沉降器4的 稀相段上部，汽提段5的底部通過待生催化劑輸送管18與折流管式再生器6的待生催化劑 入口相連。
[0031] 低溫再生催化劑罐10的主體為圓柱形筒體，頂端和底端分別設有封頭。頂端封頭 和底端封頭上分別設有氣體出口和催化劑出口，圓柱形筒體的側壁上設有入口。
[0032] 折流管式再生器的出口 6d位于湍動床再生器7的稀相段。湍動床再生器7的密相 段分別通過再生催化劑輸送管19、20、26和27與第一管式反應器1的催化劑入口、一級再 生催化劑冷卻器8的催化劑入口、折流管式再生器6的再生催化劑入口和汽提段5的上部 相連。一級再生催化劑冷卻器8的催化劑出口分別通過再生催化劑輸送管21、24和25與 二級再生催化劑冷卻器9的催化劑入口、湍動床再生器7的密相段和第一管式反應器1的 催化劑入口相連。二級再生催化劑冷卻器9的催化劑出口通過再生催化劑輸送管22與低 溫再生催化劑罐10的入口相連，低溫再生催化劑罐10的催化劑出口通過再生催化劑輸送 管23與第二管式反應器2的催化劑入口相連，低溫再生催化劑罐10的氣體出口通過空氣 輸送管29與湍動床再生器7的密相段下部相連。
[0033] 第一管式反應器1穿過氣固分離器3的底端封頭進入氣固分離器3,其頂部出口 設有慣性分離器35b (傘帽型）。第一管式反應器1的底端設有封頭，底部設有蒸汽分布管 31b，沿其軸向間隔設置有3層重油進料噴嘴30&、3013、30(：。通常，第一管式反應器1可以沿 其軸向間隔設置2~5層重油進料噴嘴。
[0034] 沉降器4的稀相段上部設有1個沉降器粗旋風分離器11和2個沉降器一級旋風 分離器12。第二管式反應器2的出口通過封閉管道與沉降器粗旋風分離器11的入口相 連。沉降器粗旋風分離器11出口管道的外徑比沉降器一級旋風分離器12入口管道的內徑 小，且插入其中，同時以輔助內構件固定和對中；所述的出口管道與入口管道之間形成的環 隙28作為汽提物流進入沉降器一級旋風分離器12的通道與沉降器4的稀相段相通。沉降 器粗旋風分離器11的底部和沉降器一級旋風分離器12的底部分別通過料腿與汽提段5相 通。沉降器一級旋風分離器12的出口通過封閉管道與反應集氣室15相連。反應集氣室15 位于沉降器4的頂部，且通過反應油氣管線與分餾塔相連（圖略）。汽提段5的底部設有蒸 汽分布管31a。通常，沉降器4的稀相段可以設置1個沉降器粗旋風分離器11和1~4個 沉降器一級旋風分離器12。
[0035] 折流管式再生器外殼6a的過渡段為一圓臺形筒體。外殼6a的外殼管底部的器壁 上設有一層主風入口管33,其底端設有封頭。外管6b的整體位于外殼6a的內部；外管6b 頂端設有封頭，底端敞口。內管6c穿過外殼管底端的封頭進入外管6b內部，其頂端延伸 至外管6b的上部且敞口；底端設有封頭，底部設有主風分布管32a。外殼6a外殼管的底端 (不含封頭）與外管6b的底端位于同一水平面內，外管6b的頂端（不含封頭）與內管6c 的頂端位于同一水平面內。外殼6a的外殼管與外管6b之間形成環形通道6e，外管6b與內 管6c之間形成環形通道6f。環形通道6e的橫截面積與外殼6a的出口管的橫截面積（按 其內徑計算）相等，環形通道6f的橫截面積與內管6c的橫截面積（按其內徑計算）相等， 環形通道6f的橫截面積與環形通道6e的橫截面積之比為1 : 1. 1~1 : 1. 3。
[0036] 湍動床再生器7的稀相段上部設有兩個再生器一級旋風分離器13和兩個再生器 二級旋風分離器14。其中，再生器一級旋風分離器13的入口與湍動床再生器7的稀相段 相通，再生器一級旋風分離器13的出口通過封閉管道與再生器二級旋風分離器14的入口 相連，再生器二級旋風分離器14的出口通過封閉管道與湍動床再生器7頂部的煙氣集氣室 16的入口相連，煙氣集氣室16的出口通過煙氣管線與煙氣能量回收系統相連（圖略）。湍 動床再生器7的密相段底部設有主風分布管32b，底端不設封頭、與折流管式再生器外殼6a 過渡段的底端相連。湍動床再生器7的密相段與折流管式再生器外殼6a的外殼管的內徑 一般相同。通常，湍動床再生器7的稀相段可以設置1~6個再生器一級旋風分離器13和 1~6個再生器二級旋風分離器14。
[0037] 再生催化劑輸送管19、20、26和27的入口均采用淹流口形式，且設置淹流斗。待 生催化劑輸送管17和18以及再生催化劑輸送管19、20、21、22、23、24、25、26和27上均設 有催化劑循環量控制閥，以控制各管內催化劑的循環量。為避免催化劑走短路，再生催化劑 輸送管20的入口與再生催化劑輸送管24的出口之間的距離不小于3米。
[0038] 圖2所示本發明的另一種流化催化裂化裝置，與圖1所示流化催化裂化裝置在整 體布置與設備結構上的主要不同之處是，該裝置中，第一管式反應器1為只有堅直管段的 下行管反應器。一級再生催化劑冷卻器8的催化劑出口只分別通過再生催化劑輸送管21 和24與二級再生催化劑冷卻器9的催化劑入口和湍動床再生器7的密相段相連。第一管 式反應器1的頂端設有封頭，催化劑入口位于頂部器壁上且只設有一個，催化劑入口的下 方設有催化劑分布板34。第一管式反應器1穿過氣固分離器3的頂端封頭進入氣固分離器 3,其底部出口位于氣固分離器3圓柱形筒體的中部，出口處設有慣性分離器35b (錐形擋板 型）。第二管式反應器2由斜管段和水平管段串聯組成，斜管段的底端為油氣入口。
[0039] 圖3所示本發明的另一種流化催化裂化裝置，與圖1所示流化催化裂化裝置在整 體布置與設備結構上的主要不同之處是，該裝置中，第一管式反應器1為水平管反應器。一 級再生催化劑冷卻器8的催化劑出口只分別通過再生催化劑輸送管21和24與二級再生催 化劑冷卻器9的催化劑入口和湍動床再生器7的密相段相連。第一管式反應器1只在催化 劑入口端設有一個堅直向上的催化劑入口，催化劑入口端設有封頭和蒸汽分布管31b。氣固 分離器3為外置式粗旋風分離器，第一管式反應器1的出口通過封閉管道與外置式粗旋風 分離器的入口相連，第二管式反應器2的堅直管段與外置式粗旋風分離器同軸設置。連接 氣固分離器3和汽提段5的待生催化劑輸送管17為外置式粗旋風分離器的料腿。
[0040] 本發明中，各設備、管道的主體均為金屬材質（通常為碳鋼或不銹鋼），與催化劑 接觸的表面均可以設置耐磨材料，耐磨材料的型號和厚度根據各部位的操作溫度和氣體線 速以及設備結構特點來確定。本發明所述設備或管道的內徑均是指內直徑；對于設有耐磨 材料的設備或管道，均是指安裝耐磨材料后的內直徑。
[0041] 本發明中，第一管式反應器1的總長度一般為7~18m，其中反應段的長度（最鄰 近催化劑入口的重油進料噴嘴的噴射口到第一管式反應器1出口的距離）一般為5~15m， 預流化段的長度（催化劑入口與最鄰近催化劑入口的重油進料噴嘴的噴射口之間的距離） 一般為2~3m，反應段的內徑一般為400~2500mm，預流化段的內徑一般為200~1300mm。
[0042] 本發明中，第二管式反應器2的總長度一般為7~13m，其中反應段長度一般為 5~10m，反應段內徑一般為400~2500_。
[0043] 本發明中，第一管式反應器1和第二管式反應器2各部分的具體長度可分別根據 兩個管式反應器的設計油劑接觸時間、各部分的設計線速，以及整個催化裂化裝置的壓力 平衡等參數，采用常規提升管催化裂化裝置提升管反應器的設計計算方法加以確定。兩個 管式反應器各部分的具體內徑可分別根據各自的設計處理量、水蒸汽用量以及兩個管式反 應器各部分的設計線速等參數，借鑒常規提升管催化裂化裝置提升管反應器的設計計算方 法加以確定。
[0044] 本發明中，重油進料噴嘴屬于現有常規設備，符合常規催化裂化重油進料噴嘴的 一般特征。其具體結構尺寸和空間布局可以分別根據第一管式反應器1的結構尺寸、設計 處理量和霧化蒸汽量等操作條件，采用常規催化裂化重油進料噴嘴的設計計算方法加以確 定。各層重油進料噴嘴的具體設置位置可根據各種重油進料所需要的油劑接觸時間、第一 管式反應器1反應段的設計線速等參數進行計算確定。重油進料噴嘴的具體材質可分別根 據各股重油進料的性質和操作條件進行確定。
[0045] 本發明中，各待生催化劑輸送管和再生催化劑輸送管符合催化劑輸送管道的一般 特征。其具體結構和尺寸可以根據裝置各催化劑循環線路的催化劑循環量、輸送方式以及 裝置的空間布局，采用催化劑輸送管道的設計計算方法加以確定。
[0046] 參見圖4,本發明中，折流管式再生器外殼6a的出口管的長度p -般為8~12m， 外殼管的長度q (不包括底端封頭）一般為10~18m ;折流管式再生器外管6b的長度v (不 包括頂端封頭）一般為9~17m，折流管式再生器內管6c的長度u (不包括底端封頭）一般 為15~25m。折流管式再生器外殼6a的出口管的內徑一般為1050~8000mm，外殼管的內 徑一般為2100~13300mm，折流管式再生器外管6b的內徑一般為1600~11000mm，折流管 式再生器內管6c的內徑一般為1000~7000mm ;折流管式再生器外殼6a的過渡段圓臺形 筒體的母線與水平面的夾角一般為45~60度。
[0047] 本發明中，湍動床再生器7密相段的內徑一般為2100~13300mm，稀相段的內徑一 般為 3500 ~24000mm。
[0048] 本發明中，折流管式再生器6的結構和操作方式與常規提升管催化裂化裝置所采 用的湍動床再生器相比差別較大，需要根據整個催化裂化裝置的壓力平衡關系、折流管式 再生器6的設計燒焦能力和燒焦強度及其各部位的設計線速，采用稀相管式再生器的設計 計算方法確定其各部位的具體結構尺寸。
[0049] 本發明中，湍動床再生器7符合常規提升管催化裂化裝置所采用的湍動床再生器 的一般特征。可以根據湍動床再生器7的設計燒焦能力和燒焦強度及其各部位的設計線速 以及再生器一級旋風分離器13和再生器二級旋風分離器14的結構尺寸與安裝方式等參 數條件，采用現有催化裂化裝置湍動床再生器的設計計算方法確定其各部位的具體結構尺 寸。
[0050] 本發明中，對于圖1和圖2所示的催化裂化裝置，其采用的氣固分離器3的圓柱形 筒體的高度一般為6~8m，內徑一般為1~5m。其具體結構尺寸可以根據第一管式反應器 1的設計處理量和水蒸汽用量，結合氣固分離器3的操作條件，借鑒現有催化裂化裝置沉降 器的設計計算方法加以確定。
[0051 ] 本發明中，對于圖3所示的催化裂化裝置，其采用的氣固分離器3為外置式粗旋風 分離器，屬于現有常規設備。其具體結構尺寸可以根據裝置的操作條件，采用現有旋風分離 器的設計計算方法加以確定。
[0052] 本發明中，沉降器4屬于現有常規設備，符合常規提升管催化裂化裝置沉降器的 一般特征。其具體結構尺寸可以根據裝置的操作條件，采用現有催化裂化裝置沉降器的設 計計算方法加以確定。
[0053] 本發明中，一級再生催化劑冷卻器8和二級再生催化劑冷卻器9屬于現有常規設 備。其具體結構尺寸可以根據裝置的操作條件，采用現有催化裂化裝置外取熱器的設計計 算方法加以確定。
[0054] 本發明中，低溫再生催化劑罐10的圓柱形筒體的高度一般為4~6m，內徑一般為 1~5m。其具體結構尺寸可以根據催化劑的循環量，采用現有催化裂化催化劑脫氣緩沖罐 的設計計算方法加以確定。
[0055] 本發明中，設置在第一管式反應器1出口處的慣性分離器35b可以采用常用的傘 帽型分離器（如圖1所示）、擋板型分離器（如圖2所示）、倒L型分離器、T型分離器、三 葉型分離器、彈射式分離器等。具體應用中，根據第一管式反應器1的結構特點以及對第一 管式反應器1出口處氣固分離效率的要求進行選擇。
[0056] 本發明中，設置在折流管式再生器6出口處的慣性分離器35a可以采用常用的傘 帽型分離器（如圖1、圖2、圖3所示）、倒L型分離器、T型分離器、三葉型分離器、彈射式分 離器等。具體應用中，根據折流管式再生器6的結構特點以及對其出口處氣固分離效率的 要求進行選擇。
[0057] 本發明中，沉降器粗旋風分離器11、沉降器一級旋風分離器12、再生器一級旋風 分離器13和再生器二級旋風分離器14均屬于現有常規設備。其具體結構尺寸和空間布局 可以根據裝置的操作條件，采用現有旋風分離器的設計計算方法加以確定。
[0058] 本發明中，蒸汽分布管31a、31b和主風分布管32a、32b可采用樹枝形分布管或環 形分布管，均屬于現有常規設備。其具體結構尺寸和空間布局可以根據裝置的操作條件，采 用現有蒸汽分布管和主風分布管的設計計算方法加以確定。
[0059] 本發明中，主風入口管33不屬于現有常規設備，其具體結構尺寸可以根據進入環 形通道6e底部的主風量采用松動蒸汽入口管的設計計算方法加以確定。一般來說，主風入 口管33設置一層，并采用偶數對稱設置。
[0060] 本發明中，再生催化劑輸送管19、20、26和27的入口處設置的淹流斗均屬于現有 常規設備。其具體結構尺寸可以根據裝置的操作條件，采用現有淹流斗的設計計算方法加 以確定。
[0061] 本發明中，催化劑分布板34屬于現有常規設備。其具體結構和尺寸可以根據裝置 的操作條件，采用現有催化劑分布板的設計計算方法加以確定。
[0062] 采用圖1所示流化催化裂化裝置進行本發明流化催化裂化的方法如下：反應分兩 段進行。一段反應中，重油進料在第一管式反應器1內進行油劑接觸時間為〇. 3~1. 2s的 重油催化裂化反應，反應溫度為460~560°C ; -段反應物流進入氣固分離器3進行氣固分 離。一段反應油氣進入第二管式反應器2進行二段反應，二段反應為汽油催化改質反應，油 劑接觸時間為〇. 3~1. 0s，反應溫度為430~460°C ;二段反應物流進入沉降器4,進行氣 固分離。二段反應油氣經反應油氣管線進入分餾塔進行分餾。一段待生催化劑與二段待生 催化劑均進入汽提段5進行水蒸汽汽提，之后一起進入折流管式再生器6,與來自湍動床再 生器7密相段的循環再生催化劑混合后一并與主風順流接觸（待生催化劑與循環再生催化 劑混合后與經主風分布管32a向折流管式再生器內管6c底部通入的主風首先在內管6c內 一并向上流動，然后氣固混合物經內管6c的頂端進入環形通道6f內向下流動，最后經外管 6b的底端進入環形通道6e內、與經主風入口管33向環形通道6e底部通入的主風一并向上 流動）燒去90%以上的生成焦炭，生成半再生催化劑。半再生催化劑經外殼6a的出口管進 入湍動床再生器7的密相段，與主風逆流接觸（半再生催化劑在向下流動的同時與經主風 分布管32b通入且向上流動的主風接觸）燒去剩余的生成焦炭，生成再生催化劑。湍動床 再生器7密相段內的一部分再生催化劑直接返回第一管式反應器1循環使用，一部分再生 催化劑先后經一級再生催化劑冷卻器8、二級再生催化劑冷卻器9冷卻降溫后返回第二管 式反應器2循環使用。上述過程中，所述燒去生成焦炭的百分數，都是以重油進料催化裂化 反應生成的焦炭重量為基準而言。
[0063] 在以上操作過程中，第一管式反應器1同時加工三種重油進料，三種重油進料分 別從設置在第一管式反應器1不同軸向位置的三層重油進料噴嘴30a、30b和30c進入第一 管式反應器1。湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑向下經再生催化劑輸送管19 進入第一管式反應器1的底部，由經蒸汽分布管31b通入的水蒸汽進行松動和預流化，并沿 第一管式反應器1上行一段距離后與重油進料接觸。
[0064] 在以上操作過程中，一段反應物流從第一管式反應器1的出口經慣性分離器 35b (傘帽型）進入氣固分離器3、通過慣性分離的方式進行氣固分離。分離出的一段反應 油氣夾帶少量的催化劑從氣固分離器3頂部的油氣出口進入第二管式反應器2,分離出的 一段待生催化劑向下經待生催化劑輸送管17進入汽提段5,由經蒸汽分布管31a通入的水 蒸汽進行汽提。
[0065] 在以上操作過程中，二段反應物流從第二管式反應器2的出口經封閉管道進入沉 降器粗旋風分離器11進行氣固分離，分離出的氣相物流進入沉降器一級旋風分離器12進 行進一步的氣固分離。在汽提段5中產生的汽提物流（被汽提出的烴類油氣及其夾帶的少 量催化劑）經環隙28進入沉降器一級旋風分離器12進行氣固分離。沉降器粗旋風分離器 11和沉降器一級旋風分離器12分離出的二段待生催化劑及混合待生催化劑經各沉降器旋 風分離器的料腿進入汽提段5,由經蒸汽分布管31a通入的水蒸汽進行汽提。二段反應油氣 和被汽提出的烴類油氣作為分餾塔進料經反應集氣室15和反應油氣管線進入分餾塔進行 分餾。
[0066] 在以上操作過程中，在汽提段5經過汽提的混合待生催化劑經待生催化劑輸送管 18進入折流管式再生器內管6c的底部，湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑作為 循環再生催化劑經再生催化劑輸送管26進入內管6c的底部。
[0067] 在以上操作過程中，經主風分布管32a向折流管式再生器內管6c底部通入的主風 與經主風入口管33向環形通道6e底部通入的主風風量之比一般為1 : 0.3~1 : 0.5。 通入折流管式再生器6的主風總風量根據折流管式再生器6的燒焦量來確定，滿足以完全 再生方式燒去90%以上生成焦炭的需求。因此在內管6c與環形通道6f內進行的再生過程 為不完全再生；在不完全再生的條件下，燒焦生成的大量一氧化碳可將燒焦生成的^^^迅速 還原為氮氣。一氧化碳氣體進入環形通道6e后與新鮮空氣接觸，可以繼續燃燒轉化成二氧 化碳；一氧化碳燃燒產生的大量熱量被催化劑顆粒均勻地帶走，可以避免由于一氧化碳燃 燒導致設備飛溫。
[0068] 在以上操作過程中，半再生催化劑和折流管式再生器生成煙氣由折流管式再生器 的出口 6d流出，經慣性分離器35a氣固分離后向下進入湍動床再生器7的稀相段。半再生 催化劑在重力作用下繼續下行、直至進入湍動床再生器7的密相段。折流管式再生器生成 煙氣則由于流通截面積的迅速擴大而使線速大幅降低，并與湍動床再生器生成煙氣以及它 們夾帶的少量催化劑顆粒依次經再生器一級旋風分離器13和再生器二級旋風分離器14進 行氣固分離，分離出的催化劑顆粒經各再生器旋風分離器的料腿返回湍動床再生器7的密 相段，分離出的再生煙氣經煙氣集氣室16和煙氣管線進入煙氣能量回收系統。
[0069] 在以上操作過程中，湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑經再生催化劑 輸送管20進入一級再生催化劑冷卻器8進行一級冷卻，使溫度降至500~550°C。
[0070] 在以上操作過程中，經過一級冷卻的再生催化劑可以全部經再生催化劑輸送管21 進入二級再生催化劑冷卻器9進行二級冷卻，待溫度降至400~450°C后經再生催化劑輸 送管22進入低溫再生催化劑罐10進行脫氣，再經再生催化劑輸送管23進入第二管式反 應器2的水平管段，以達到精確控制二段反應溫度并高效回收過剩熱量的目的（實施例同 此）。在低溫再生催化劑罐10內脫除的空氣，經空氣輸送管29進入湍動床再生器7的密相 段下部參與燒焦。（注：下兩段文字中二級冷卻后的再生催化劑的溫度及其流向如同本段 所述。）
[0071] 在以上操作過程中，經過一級冷卻的再生催化劑也可以分為兩部分，一部分經再 生催化劑輸送管24返回湍動床再生器7的密相段，另一部分經再生催化劑輸送管21進入 二級再生催化劑冷卻器8進行二級冷卻。或者是，一部分經再生催化劑輸送管25進入第一 管式反應器1的底部（以提高一段反應的劑油比），另一部分經再生催化劑輸送管21進入 二級再生催化劑冷卻器8進行二級冷卻。
[0072] 在以上操作過程中，經過一級冷卻的再生催化劑還可以分為三部分，一部分經再 生催化劑輸送管24返回湍動床再生器7的密相段，一部分經再生催化劑輸送管25進入第 一管式反應器1的底部，一部分經再生催化劑輸送管21進入二級再生催化劑冷卻器8進行 二級冷卻。
[0073] 在以上操作過程中，可將湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑經再生催 化劑輸送管27引入汽提段5的上部、與待生催化劑混合，使汽提段5維持適宜的床層溫度， 達到較好的汽提效果。
[0074] 在以上操作過程中，待生催化劑輸送管17、18,再生催化劑輸送管19、20、21、23、 25和27以催化劑顆粒的重力作為輸送的推動力，采用密相輸送方式輸送催化劑。再生催化 劑輸送管22和24包括催化劑下行段和上行段；其中在催化劑下行段以催化劑顆粒的重力 作為輸送的推動力，采用密相輸送方式輸送催化劑；在催化劑上行段以氣流攜帶作為輸送 的推動力，采用稀相輸送的方式輸送催化劑。
[0075] 采用圖2所示的流化催化裂化裝置進行本發明流化催化裂化的方法與采用圖1所 示裝置進行流化催化裂化的方法的主要不同之處在于：在下行管式的第一管式反應器1內 進行一段反應。湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑向下經再生催化劑輸送管19 進入第一管式反應器1的頂部，由催化劑分布板34進行整流后靠重力沿第一管式反應器1 下行一段距離后與重油進料接觸。一段反應物流從第一管式反應器1的出口經慣性分離器 35b (錐形擋板型）進入氣固分離器3進行氣固分離。不將一部分經過一級冷卻的再生催化 劑引入第一管式反應器1。
[0076] 采用圖3所示的流化催化裂化裝置進行本發明流化催化裂化的方法與采用圖1所 示裝置進行流化催化裂化的方法的主要不同之處在于：在水平管式的第一管式反應器1內 進行一段反應。湍動床再生器7密相段內的一部分再生催化劑向下經再生催化劑輸送管19 進入第一管式反應器1的入口端，由經蒸汽分布管31b通入的水蒸汽進行松動和預流化，并 沿第一管式反應器1水平運行一段距離后與重油進料接觸。一段反應物流從第一管式反應 器1的出口經封閉管道進入氣固分離器3,通過旋風分離的方式進行氣固分離。不將一部分 經過一級冷卻的再生催化劑引入第一管式反應器1。
[0077] 本發明提到的百分數，除表示再生催化劑活性的和以v%表示體積百分數的以外， 均為重量百分數。
[0078] 對比例與實施例
[0079] 對比例
[0080] 在CN1176189C圖2所示現有常規雙提升管催化裂化裝置的中試裝置上進行試驗， 其中的汽油提升管反應器本發明稱之為輕烴提升管反應器。該中試裝置重油提升管反應器 的設計處理量為60kg/d (千克/天），輕烴提升管反應器的設計處理量為24kg/d。重油提 升管反應器和輕烴提升管反應器分別設置一層重油進料噴嘴和一層輕烴進料噴嘴。
[0081] 對比例中，重油提升管反應器加工的重油原料為大慶常壓渣油，輕烴提升管反應 器加工的輕烴原料為重油提升管反應器所產的催化汽油，催化劑采用CC-20D催化裂化工 業平衡催化劑。對比例中，所述的進料對于重油提升管反應器而言是指大慶常壓渣油和回 煉油，對于輕烴提升管反應器而言是指重油提升管反應器所產的催化汽油。重油提升管反 應器模擬全回煉操作，重油原料與回煉油混合后經同一層重油進料噴嘴進入重油提升管反 應器；輕烴提升管反應器單程操作。再生催化劑的含碳量為0.03%，微反活性為62。混合 待生催化劑汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度為500°C。
[0082] 重油原料性質見表1，對比例的主要操作條件、產品分布及煙氣中的N02含量見表 2,液體產品主要性質見表3。
[0083] 實施例
[0084] 實施例在近似于本發明圖1所示裝置的流化催化裂化中試裝置上按具體實施方 式部分對圖1所示裝置的有關說明進行試驗，不同之處是第一管式反應器設置兩層重油進 料噴嘴，湍動床再生器的密相段與汽提段上部之間不設置再生催化劑輸送管。第一管式反 應器和第二管式反應器的設計處理量均為60kg/d。
[0085] 實施例中，第一管式反應器加工的重油原料為與對比例相同的大慶常壓渣油，催 化劑采用與對比例相同的CC-20D催化裂化工業平衡催化劑。所述的進料對于第一管式反 應器而言是指大慶常壓渣油和回煉油，對于第二管式反應器而言是指一段反應油氣（其中 柴油、重油組分為惰性組分、不發生反應，只有汽油組分發生反應）。第一管式反應器模擬 全回煉操作，重油原料與回煉油分別各從一層重油進料噴嘴進入第一管式反應器。再生催 化劑的含碳量為〇. 03%，微反活性為62。汽提段的汽提介質為水蒸汽，汽提溫度為480°C。 向折流管式再生器內管通入的主風與向折流管式再生器外殼的外殼管與外管之間形成的 環形通道通入的主風風量之比為1 : 0.4。
[0086] 實施例的主要操作條件、產品分布及煙氣中的N02含量見表4,液體產品主要性質 見表5。
[0087] 表1重油原料性質（對比例，實施例）
[0088]

[0089] 表2對比例的主要操作條件、產品分布及煙氣中的N02含量
[0090]
[0091] 表3對比例的液體產品主要性質
[0092]
[0093] 表4實施例的主要操作條件、產品分布及煙氣中的N02含量
[0094]

【主權項】
1. 一種流化催化裂化裝置，設有管式反應器、氣固分離設備、再生器、再生催化劑冷卻 器，管式反應器包括第一管式反應器和第二管式反應器，氣固分離設備包括沉降器，沉降器 的密相段為汽提段，其特征在于：第一管式反應器反應段的長度為5~15m，第二管式反應 器反應段的長度為5~10m，氣固分離設備還包括一個單獨外置的氣固分離器，再生器包 括折流管式再生器和湍動床再生器，折流管式再生器從外到內由外殼、外管和內管套置組 成，其中的外殼自下而上由外殼管、過渡段和出口管串聯組成，過渡段為圓臺形筒體，外殼 的外殼管與外管之間形成環形通道，外管與內管之間形成環形通道，內管底部的器壁上設 有折流管式再生器的再生催化劑入口和待生催化劑入口，外殼管底部的器壁上設有主風入 口管，外殼出口管的頂端敞口、作為折流管式再生器的出口，湍動床再生器位于折流管式再 生器外殼管的上方，其密相段底端與折流管式再生器外殼的過渡段相連，再生催化劑冷卻 器包括一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器，第一管式反應器的出口與氣固分 離器相連，氣固分離器的油氣出口與第二管式反應器的油氣入口相連，氣固分離器的催化 劑出口通過待生催化劑輸送管與汽提段的上部相連，第二管式反應器的出口位于沉降器的 稀相段上部且通過封閉管道與旋風分離器的入口相連，汽提段的底部通過待生催化劑輸送 管與折流管式再生器的待生催化劑入口相連，折流管式再生器的出口位于湍動床再生器的 稀相段，湍動床再生器的密相段分別通過再生催化劑輸送管與第一管式反應器的催化劑入 口、一級再生催化劑冷卻器的催化劑入口和折流管式再生器的再生催化劑入口相連，一級 再生催化劑冷卻器的催化劑出口通過再生催化劑輸送管與二級再生催化劑冷卻器的催化 劑入口相連，二級再生催化劑冷卻器的催化劑出口通過再生催化劑輸送管與流化催化裂化 裝置所設的低溫再生催化劑罐相連，低溫再生催化劑罐的催化劑出口通過再生催化劑輸送 管與第二管式反應器的催化劑入口相連，低溫再生催化劑罐的氣體出口通過空氣輸送管與 湍動床再生器的密相段下部相連。2. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的第一管式反應器沿 其軸向間隔設置有2~5層重油進料噴嘴。3. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的一級再生催化劑冷 卻器的催化劑出口通過再生催化劑輸送管與湍動床再生器的密相段相連。4. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的一級再生催化劑冷 卻器的催化劑出口分別通過再生催化劑輸送管與湍動床再生器的密相段和第一管式反應 器的催化劑入口相連。5. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述湍動床再生器的密相 段通過再生催化劑輸送管與汽提段的上部相連。6. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的第一管式反應器為 只有堅直管段的提升管反應器，其催化劑入口位于底部器壁上，氣固分離器的主體為圓柱 形筒體，氣固分離器的油氣出口和催化劑出口分別位于頂端和底端，第二管式反應器由堅 直管段和水平管段串聯組成，堅直管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第 一管式反應器與氣固分離器同軸設置，其出口位于氣固分離器圓柱形筒體的中部，出口處 設有慣性分離器，第二管式反應器的堅直管段與氣固分離器同軸設置，一級再生催化劑冷 卻器和二級再生催化劑冷卻器均為催化劑上進下出式的催化劑冷卻器，且一級再生催化劑 冷卻器位于二級再生催化劑冷卻器的上方，低溫再生催化劑罐位于第二管式反應器水平管 段的上方。7. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的第一管式反應器為 只有堅直管段的下行管反應器，其催化劑入口位于頂部器壁上，氣固分離器的主體為圓柱 形筒體，氣固分離器的油氣出口和催化劑出口分別位于頂端和底端，第二管式反應器由斜 管段和水平管段串聯組成，斜管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第一管 式反應器與氣固分離器同軸設置，其出口位于氣固分離器圓柱形筒體的中部，出口處設有 慣性分離器，一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器均為催化劑上進下出式的催 化劑冷卻器，且一級再生催化劑冷卻器位于二級再生催化劑冷卻器的上方，低溫再生催化 劑罐位于第二管式反應器水平管段的上方。8. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的第一管式反應器為 水平管反應器，氣固分離器為外置式粗旋風分離器，第二管式反應器由堅直管段和水平管 段串聯組成，堅直管段的底端為油氣入口，催化劑入口位于水平管段上，第一管式反應器的 出口通過封閉管道與外置式粗旋風分離器的入口相連，第二管式反應器的堅直管段與外置 式粗旋風分離器同軸設置，一級再生催化劑冷卻器和二級再生催化劑冷卻器均為催化劑上 進下出式的催化劑冷卻器，且一級再生催化劑冷卻器位于二級再生催化劑冷卻器的上方， 低溫再生催化劑罐位于第二管式反應器水平管段的上方。9. 依照權利要求1所述的流化催化裂化裝置，其特征在于：所述的第一管式反應器的 總長度為7~18m，第一管式反應器反應段的內徑為400~2500mm，第二管式反應器的總長 度為7~13m，第二管式反應器反應段的內徑為400~2500_，折流管式再生器外殼的出口 管的長度為8~12m，外殼管的長度為10~18m，折流管式再生器外管的長度為9~17m， 折流管式再生器內管的長度為15~25m，折流管式再生器外殼的出口管的內徑為1050~ 8000mm，外殼管的內徑為2100~13300mm，折流管式再生器外管的內徑為1600~11000mm, 折流管式再生器內管的內徑為1000~7000mm，湍動床再生器密相段的內徑為2100~ 13300mm，稀相段的內徑為3500~24000mm。
【文檔編號】C10G55/06GK105885938SQ201410481922
【公開日】2016年8月24日
【申請日】2014年9月12日
【發明人】陳曼橋, 武立憲, 王文柯, 樊麥躍, 湯海濤
【申請人】中石化洛陽工程有限公司, 中石化煉化工程（集團）股份有限公司