洛阳石油化工工程公司开发的灵活多效催化裂 化工艺（CN92105596. X)采 用双提升管反应器， 一个提升管作为汽油改质反应区， 另一个提升管作为 FCC 主提升管反应区， 利用高活性催化剂改质汽油， 该工艺要兼顾主提升管重油 催化裂化的反应条件， 汽油改质的反应条件受到限制， 可使 FCC汽油烯烃降 低 10〜30个体积百分点。

中国石油大学 (华东）采用两段串联提升管工艺技术 (CN1302843A)，反应油 气串联、 催化剂接力操作， 实现提高轻质油收率， 改善催化汽油质量的目的 烯烃体积含量， 但该技术采用两段提升管反应油气串联、 催化剂接力的工艺， 必然使工艺流程十分复杂、 装置操作的灵活性受到限制， 同时由于两段提升 管反应油气串联操作， 汽油改质反应与其它组分反应相互影响， 目的产品选 择性受到影响， 汽油烯烃体积含量降幅有限， 可降低 15个体积百分点左右。

重油催化裂化因原料重， 残炭值高， 使焦炭产率上升， 热量多于系统所需 热量， 造成热量过剩。 因此， 重油催化裂化装置必须安装取热设施， 从系统 中取出过剩热量， 才能够维持两器热量平衡。 现有重油催化裂化过程中取出 系统过剩热量的催化剂冷却器种类很多。

US5451313公开一种 FCC方法，其中通过待生剂与再生剂一起循环来 降低 方法的苛刻度， 改进进料的雾化， 促进与催化剂的接触。 但未提出催化剂冷 却器同时用于再生器床层冷却和提升管裂化进 料的再生剂冷却。

U0P公司开发的 "X设计"技术（〈〈世界石油科学〉〉， 1996， 3 (9) )， 特点是 部分待生剂 (待再生催化剂)不经烧碳再生而与再生剂在混� ��罐掺混后直接返 回提升管反应器， 因再生剂降温， 使剂油比提高。 该技术的缺点是再生剂和 待生剂直接混合， 使进入提升管反应器的催化剂活性降低， 不利于催化裂化 反应。

现行取热技术即催化剂冷却技术因冷再生催化 剂返回再生器密相段仅具 有取热功能， 而无法对反应系统的操作条件进行优化， 因此现行反应再生系 统的技术又都有其不足之处。

在上述现有技术的基础上，本发明的目的是提 供一种主要用于重质原料的 催化裂化和汽油催化改质的冷再生催化剂循环 方法， 以解决当前催化裂化的 渣油掺炼比提高和汽油升级换代过程中所遇到 的问题。

本发明的另一目的是在保证足够高的再生温度 和良好的再生效果的前提 下， 通过冷再生催化剂循环方法， 降低进入反应器的再生剂之温度， 提高原 料油预热温度， 改善原料油雾化效果， 提高剂油比， 改善重油催化裂化的产 品分布， 提高液体收率。

本发明的另一目的是， 在保证足够高的再生温度和良好的再生效果的 前 提下， 通过冷再生催化剂循环方法， 降低进入反应器的再生剂之温度， 在保 证适宜剂油比的前提下， 降低汽油改质提升管的反应温度， 提高汽油提升管 的催化剂活性， 促进氢转移、 异构化、 芳构化等反应的进行， 降低焦炭和气 体的产率， 从而提高汽油和轻镏分的产率提高， 汽油辛垸值， 降低油品烯烃 和杂质含量。 发明内容 本发明所要解决的技术问题是提供一种冷再生 催化剂或接触剂 （以下均 简称催化剂） 循环方法， 利用催化裂化过程常用的催化剂冷却技术， 在不降 低再生温度的条件下， 靠降低再生催化剂温度， 使剂油比成为独立可调变量。

本发明提供一种冷再生催化剂循环方法及其设 备， 具体技术方案详述于 下：

一种冷再生催化剂循环方法及其设备， 其特征在于包括一个流化催化裂 化过程： 烃类原料在提升管反应器 （带有或不带有流化床反应器） 与催化剂 接触反应， 反应物流进入沉降器进行催化剂与油气的分离 ， 分离出的待生催 化剂经汽提段汽提后进入再生器烧焦再生， 再生后的催化剂经冷却后或 /和不 经冷却直接返回提升管反应器循环使用， 具体特征如下：

1 ) 再生器设有一个、 两个或多个催化剂冷却器， 用于调节各自相连接的 提升管反应器（或流化床反应器） 各反应区的反应温度， 和 /或调节再生器温 度， 分别使其保持在最佳值； 所述的与提升管反应器 （或流化床反应器） 相 连接的催化剂冷却器设置于再生器的外部或内 部， 或者设置于与其相连接提 升管反应器的下面；

2 ) 所述的催化剂冷却器壳体催化剂入口直接 （或通过管道） 与再生器密 相连接， 内部设有取热元件， 下部设有流化介质分布设施， 下游设有催化剂 混合缓冲空间， 上部设有或不设返回再生器稀相的气体通道；

3)所述的催化剂冷却器下游催化剂混合缓冲空� ��设置有一个、 两个或多 个催化剂出口， 其中一个、 两个或多个催化剂出口分别连接冷催化剂输送 通 道用于输送冷再生催化剂循环至一个、 两个或多个提升管 （反应器或辅助提 升管）； 另一个、 两个或多个 （或不设） 催化剂出口分别连接冷催化剂输送通 道用于输送冷再生催化剂返回再生器； 所述的至提升管的冷催化剂输送通道 全部设置于所述催化剂冷却器壳体外部， 或者全部（或部分）设置于所述催化 剂冷却器壳体内部； 所述的返回再生器的冷催化剂返回通道全部设 置于所述 催化剂冷却器壳体外部， 或者全部 (或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内 部.

4) 所述提升管反应器设有一个、 两个或多个反应区， 带有或不带有流化 床反应器； 在冷再生催化剂进入提升管反应器或流化床反 应器前设有 （或不 设） 预提升段， 用预提升介质将所述冷再生催化剂输送至提升 管反应器或流 化床反应器； 所述预提升段可以全部设置于与其相连接的催 化剂冷却器壳体 外部， 或者全部 (或部分)设置于所述催化剂冷却器壳体内部；

5 ) 将一部分来自再生器的再生催化剂经催化剂冷 却器冷却到 200〜720 °C直接进入提升管反应器预提升区或 /和各反应区， 或 /和与另一部分未经冷 却的热再生催化剂混合得到温度低于再生器温 度的混合再生催化剂后进入提 升管反应器预提升区或 /和各反应区， 或者冷热再生催化剂分别直接进入提升 管预提升区，经预提升介质提升温度达到均衡 后进入提升管反应器各反应区； 或者不经催化剂冷却器直接进入提升管反应器 预提升区或 /和各反应区； 循环 使用。

设置 （或不设） 一个、 两个或多个辅助提升管， 所述的冷再生催化剂经 辅助提升管用预提升介质提升至一个、 两个或多个提升管反应器或流化床反 应器各反应区作为冷激剂， 循环使用。

歩骤 5 )所述的来自再生器的再生催化剂经催化剂冷� �器冷却到 360〜650

°C。

所述的冷再生催化剂温度通过调节流化介质和 /或取热介质的流量或其 它参数进行控制； 或者通过调节流化介质和 /或取热介质和 /或返回再生器的 冷催化剂的流量或其它参数进行控制。

所述的混合再生催化剂的温度通过调节所述冷 热再生催化剂的比例而得 到控制。

所述的提升管反应器或流化床反应器各反应区 的反应温度通过调节剂油 比， 或 /和通过调节所述冷再生催化剂或所述混合再� �催化剂的温度， 或 /和 采用多点进料技术， 或 /和向提升管反应器注入各种冷激剂而得到控� �。

所述催化剂冷却器的取热介质包括水、 蒸汽、 空气或各种油品。

所述的冷再生催化剂循环方法及其设备应用广 泛， 用于各种流化催化裂 化过程包括重油催化裂化、 蜡油催化裂化、 汽油催化改质或轻烃催化转化， 或者用于其它气固流态化反应烧焦过程包括渣 油预处理、 甲醇制乙烯、 流化 焦化或灵活焦化。

所述的冷再生催化剂循环方法及其设备单独实 施， 用于各种流化催化裂 化过程的一个提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区； 或者联合实施， 同时用于具有不同功能的两个或多个提升管反 应器中的一个、 两个或多个提 升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区包括用于双提升管催化裂化装置的 重油提升管和汽油提升管或加工不同原料的两 个或多个提升管其中的一个、 两个或多个提升管反应器。

所述催化剂冷却器的催化剂是任何碳含量的再 生催化剂或不完全再生催 化剂； 或者是任何碳含量的接触剂或焦粒。

催化剂冷却器为成熟工业设备， 本发明的方法及其装置可采用各种结构 形式（如上流式、下流式等），催化剂输送通 道也可采用各种具体连接结构（如 内循环管、 Y型、 u型外输送 （循环） 管等）， 本领域普通技术人员对其具体 结构、 连接型式、 操作和控制过程非常清楚，不构成对本发明构 思的任何具体 实施方式的限制。

进入提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区的上述混合再生催化剂 的温度可通过调节上述冷热再生催化剂的比例 而得到独立控制。 上述经催化 剂冷却器冷却后的冷再生催化剂直接进入提升 管反应器 （或流化床反应器） 时， 进入提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区的冷再生催化剂温度主 要通过调节流化介质和 /或取热介质的流量或其它参数进行控制； 或者主要通 过调节流化介质和 /或取热介质和 /或返回再生器的冷催化剂的流量或其它参 数进行控制。 因此， 提升管反应器 （或流化床反应器） 的剂油比 （再生催化 剂与原料的比例） 和反应温度均可得到独立控制。

根据工艺要求， 调节再生器温度的催化剂冷却器可以不设， 或 /和调节提 升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区反应温度的催化剂冷却器中的任意 一个、 两个或多个也可以不设， 热再生催化剂直接进入提升管。

调节再生器温度的催化剂冷却器不设，仅设一 个、 两个或多个与提升管反 应器 （或流化床反应器） 相连接的催化剂冷却器时， 再生器温度主要通过调 节反应再生系统的热平衡进行控制， 或 /和主要通过调节这些催化剂冷却器中 的一个、 两个或多个的流化介质和 /或取热介质和 /或返回再生器的催化剂等 的流量或其它参数进行控制。

调节提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区反应温度的催化剂冷却 器中的任意一个、 两个或多个不设时， 再生器温度主要通过调节反应再生系 统的热平衡进行控制； 或 /和主要通过调节不与提升管相连的催化剂冷� �器的 流化介质和 /或取热介质和 /或返回再生器的催化剂等的的流量或其它参� �进 行控制； 或 /和主要通过调节与提升管相连的催化剂冷却� �的流化介质和 /或 取热介质， 和 /或返回再生器的催化剂等的流量或其它参数� �行控制。

上述提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区的反应温度主要通过调 节剂油比 （在上述冷催化剂返回通道设置控制元件如滑 阀、 塞阀等）， 或 /和 主要通过调节冷再生催化剂或混合再生催化剂 的温度进行控制，使其分别保 持在最佳值。

当然还可有许多其他控制设备和控制方法， 本领域普通技术人员对其非 常清楚，不构成对本发明构思的任何具体实施 方式的限制。

上述流化介质、 输送介质可以是空气、 蒸汽等， 取热介质可以是水、 蒸 汽、 空气、 各种油品等。 上述预提升介质可以是水、 蒸汽、 各种炼厂干气等。

上述进入催化剂冷却器的再生催化剂可以是任 何碳含量的再生催化剂或 不完全再生催化剂。 上述进入催化剂冷却器的再生催化剂还包括任 何碳含量 的接触剂或焦粒等。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、提升管连 为一体， 也可以通过管线与 其相连。

本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备可用 于各种反应再生型式 （如 同轴式、 并列式等） 的催化裂化装置， 与再生器有多种组合型式， 如设置于 第一再生器、 设置于第二再生器等， 本领域普通技术人员对其组合型式、 操 作和控制过程非常清楚， 不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限 制。

采用本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备 的催化裂化装置，其反应产 物的分离及催化剂的再生均按常规方法进行， 可以采用提升管催化裂化工艺 及装置使用的各种反应再生型式包括各种提升 管型式（包括等直径或变直径、 带有或不带有流化床反应器等）、 各种再生型式及其各种组合型式。 待生催化 剂在再生器中于常规催化裂化催化剂再生条件 下进行烧焦再生， 一般再生温 度控制在 630〜800°C (优选 680-730°C)。

提升管催化裂化工艺及装置为成熟工业过程， 本领域普通技术人员对其 组合型式、 操作和控制过程非常清楚， 不构成对本发明构思的任何具体实施 方式的限制。 本发明对其催化剂选用和工艺条件没有任何限 制。

本发明的冷再生催化剂循环方法及其设备应用 广泛， 可用于各种流化催 化裂化过程包括重油催化裂化、 蜡油催化裂化、 轻烃 （液化石油气、 碳四、 碳五、 汽油等） 催化转化等， 也可用于其它气固流态化反应烧焦过程包括渣 油预处理、 甲醇制乙烯、 流化焦化、 灵活焦化等。 所述的冷再生催化剂循环 方法及其设备可单独实施， 用于各种流化催化裂化过程的一个提升管反应 器 (或流化床反应器） 各反应区， 根据工艺需要可设有一个、 两个或多个辅助 提升管输送至提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区作为冷激剂； 或者 联合实施， 同时用于具有不同功能的两个或多个提升管反 应器中的一个、 两 个或多个提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区包括用于双提升管催化 裂化装置的重油提升管和汽油提升管、 加工不同原料的两个或多个提升管等 中的一个或两个提升管反应器各反应区， 根据工艺需要可设有一个、 两个或 多个辅助提升管输送至提升管反应器 （或流化床反应器） 各反应区作为冷激 剂。

本发明的冷再生剂循环方法及其设备可应用于 重油催化裂化工艺， 重质 石油烃类与来自重油提升管预提升区 （也可不设） 的冷再生催化剂混合进入 重油提升管反应器 （带有或不带有流化床反应器）， 主要操作条件如下： 反应 温度 400-650 (优选 520-600。C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa， 接触时间 0. 05〜5秒 （优选 0. 1-3秒）， 催化剂与原料重量比（剂油比）一般为 3〜15， 优选 5〜12。

应用本发明的重油催化裂化工艺与现有技术相 比， 重油提升管反应器操 作条件相对独立， 反应温度、 剂油比和原料预热温度等操作条件可以根据重 油性质和反应要求灵活调节。 因此能提高掺渣比， 加工劣质重油， 提高轻油 收率； 其降低汽油烯烃体积含量的效果更加显著， 兼有提高汽油辛垸值、 降 低其油品杂质含量的特点， 同时具有可操作性强、 简单灵活、 应用广泛的优 势。

与现有技术相比有如下优点：

1 ) 原料的雾化效果更好。

在不降低再生温度的条件下， 靠降低再生催化剂温度， 使剂油比成为独 立可调变量。 在相同提升管混合温度下， 可提高剂油比， 提高原料预热温度， 改进原料的雾化， 促进与催化剂的接触， 从而降低焦碳和干气产率。

2 )重油提升管反应器可灵活调节各反应区的反� �温度和再生器的再生温 度， 使其保持在最佳值。 因此重油提升管各反应区可采用更适宜的反应 时间 和更适宜的反应温度。

3 ) 可采用更高的再生温度。

再生温度不受剂油比和原料预热温度制约， 再生温度可以提高， 有利于 高效再生， 并起到钝化重金属的作用。 高再生温度使烟气带出热量增多， 取 热量减少。

4) 催化剂的活性更高。

因再生剂温度降低， 再生剂在提升管预提升段的水热失活减轻。

5 ) 可加工更重的烃类原料。

减压渣油的掺炼比可达到 100%， 即加工 100%的减压渣油， 降低不希望的 产物如焦炭和气体的产率， 同时提高汽油和轻镏分的产率， 提高汽油辛垸值、 降低油品烯烃和杂质含量， 从而提高了该技术的经济性。

6 ) 可提高处理能力

原料及产品方案等条件不变时， 因焦碳和干气产率降低， 处理能力可提 高 15-20%。

7 ) 与其他技术共同使用， 效果更好。

使用本技术， 并不影响其他技术的使用， 如与现行密相段取热技术， 提 升管反应终止剂注入技术， 多反应区多点进料技术等同时使用， 效果更好。 当然也可与许多其他工艺技术和方法同时使用 ， 不构成对本发明构思的任何 具体实施方式的限制。

与单独采用混合温度控制技术、 注终止剂等技术相比， 取热温位高，热量 利用更加合理。

本发明的冷再生剂循环方法及其设备也可应用 于汽油催化转化， 提升管 反应器操作条件相对独立， 反应温度、 剂油比和原料预热温度等操作条件可 以根据反应要求灵活调节。

本发明所采用的方法与现有技术相比， 其降低汽油烯烃体积含量的效果 更加显著， 兼有提高汽油辛垸值、 降低其油品杂质含量的特点， 同时具有可 操作性强、 简单灵活、 应用广泛的优势。 与现有技术相比， 劣质汽油经本发 明的催化转化装置后， 汽油中烯烃体积含量可降低为 30〜70%， 辛垸值 (RON) 可提高 0. 5〜40个单位， 汽油中的硫含量降低 30〜70 % (重量）。

经过预热 （或不预热）后的汽油 （气态或液态）进入提升管， 与来自汽油 提升管预提升区（也可不设）的冷再生催化剂 混合进入汽油提升管反应器（带 有或不带有流化床反应器）， 主要进行异构化、 芳构化等汽油改质反应， 达到 降低烯烃和硫、 氮含量， 提高辛垸值的目的。

应用本发明的汽油催转化化改质工艺主要操作 条件如下： 反应温度 350-650°C (优选 400-600°C)、 绝对压力为 0. 11〜0. 4MPa, 接触时间 0. 5〜30 秒 （优选 1-15秒）。

本发明的汽油催化转化工艺可与重油催化裂化 工艺联合实施，也可以单 独实施。 汽油提升管反应器操作条件调节相对独立， 更加灵活， 改质反应温 度等条件可以根据市场情况灵活调节：

1 ) 采用较低的反应温度， 生产低硫、 低烯烃汽油。

以降低汽油烯烃和硫含量为目的生产清洁汽油 时， 反应温度可以很低 (350-520 ，优选 400-480°C)， 使异构化、 氢转移、 芳构化、 垸基化等理想的 二次反应在有时间保证的前提下占据绝对优势 。 轻油收率大于 98. 5%。

2 ) 采用较高的反应温度， 多产液化气、 轻烯烃， 同时生产低硫、 低烯烃 汽油。

当需要多产液化气、 轻烯烃时， 反应温度又可以很高（500-650°C，优选 520-600°C) , 使烯烃裂化等反应占主导， 同时实现提高柴汽比、 降低汽油烯烃 和硫含量， 生产高辛垸值清洁汽油的目的。

该汽油馏分可以是全馏分， 例如， 初馏点至 220°C左右的馏分： 也可以是 其中的部分窄馏分， 例如， 70〜145°C馏分。 该汽油馏分可以是一次加工汽油 馏分如直馏汽油、 凝析油等、 二次加工汽油馏分如焦化汽油、 FCC汽油、 减粘 汽油、 热裂化汽油等或一种以上的汽油馏分的混合物 。 该汽油馏分的烯烃含 量可以为 0〜80重％，并含有少量的硫、氮等杂质，例如 ，硫含量大于 200ppm， 氮含量大于 30ppm _o

所述的全馏分或窄馏分的劣质汽油是包括直馏 汽油、 凝析油、 催化裂化 汽油、 热裂化汽油、 减粘汽油、 焦化汽油、 裂解制乙烯汽油在内的汽油中的 一种、 两种、 多种及其混合汽油。 附图说明 附图是为了说明本发明而绘制的， 不构成对本发明构思的任何具体实施 方式的限制。

附图 1 为本发明的一种典型示意图。

附图 2-4为应用本发明的重油催化转化装置的典型示 意图。 下面结合附图进一歩阐述本发明。

附图 1 : 为本发明的典型示意图 （1个冷再生催化剂循环过程）

如附图 1所示： 本发明的冷再生催化剂循环包括沉降器 1， 提升管反应器 2包括预提升区 4、再生器 5。再生器 5与沉降器 1汽提段 1A之间设有待生催 化剂输送管 7和控制阀 20连通再生器 5与汽提段 1A,将待生催化剂输送到再 生器 5。

再生器设有 2个内或外取热设备， 即催化剂冷却器， 包括与再生器密相 直接 （或通过管道） 连接的催化剂入口、 下部混合缓冲空间、 内部取热元件 (包括套管式、 蛇管式等）、 下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器 8A主要用于调节第一反应区的反应温度， 使其保持在最佳 值。 另一催化剂冷却器 （图中未画出） 主要用于调节再生器温度， 使其保持 在最佳值。 35A为流化介质如空气、蒸汽等， 36A为提升介质如空气、蒸汽等， 37A为取热介质， 包括水、 蒸汽、 空气、 各种油品等。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10A与催化剂冷却器 8A相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9A。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11A与提升管反应器预提升区 4相连。 离开催化剂冷却器 8A (下部混合缓 冲空间 9A) 的冷再生催化剂温度通过调节流化介质 35A (包括空气、 蒸汽等） 的流量和 /或冷再生催化剂返回管 12A上的提升介质 36A (包括空气、蒸汽等） 的流量进行控制。 控制阀 21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的 具体控制元件。

为方便控制进入提升管反应器反应区的温度， 还可设置热再生催化剂输 送管 （包括控制阀） （图中未画出）将再生器 5直接与重油提升管反应器预提 升区 4相连， 冷再生催化剂与热再生催化剂在提升管反应器 预提升区 4混合 后经预提升介质 32 (包括水、 蒸汽、 各种炼厂干气等） 提升温度达到均衡。

重油提升管反应器还可以设置 2个反应区， 冷再生催化剂通过冷再生催 化剂输送管进入辅助提升管， 经预提升介质输送至提升管反应器第 2 反应区 作为冷激剂 （图中未画出）。

根据工艺要求， 主要用于调节再生器温度的催化剂冷却器可以 不设。 再 生器 5的温度通过调节流化介质 35A包括空气、 蒸汽等的流量和冷再生催化 剂返回管 12A上的提升介质 36A包括空气、 蒸汽等的流量进行控制。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法， 不构成对本发明构思的任何 具体实施方式的限制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、 提升管连为一体， 也可以通过管线 与其相连。

冷却到 200-720°C (优选 360-650°C ) 的冷再生催化剂经预提升区 4进入 提升管反应器 2。烃类原料在提升管反应器 2与催化剂接触反应、反应物流进 入沉降器 1进行催化剂与油气的分离、 分离出的待生催化剂经汽提段 1A汽提 后、 进入再生器 5在含氧气体 38 (包括空气等） 的存在下经烧焦再生、 再生 后的催化剂经冷却后或直接返回提升管反应器 循环使用。 附图 2 为应用本发明的重油催化转化装置的一种典型 示意图。 如附图 2所示： 本发明重油催化转化方法及其设备包括沉降器 1， 重油提 升管反应器包括预提升区 4、 第一反应区 3、 第二反应区 2、 再生器 5、 烧焦 罐 5A。 烧焦罐 5A与沉降器 1的汽提段 1A之间设有待生催化剂输送管 7和控 制阀 20连通烧焦罐 5A与汽提段 1A， 将待生催化剂输送到烧焦罐 5A。 为保证 烧焦罐 5A的起始烧焦温度， 设有再生催化剂循环管 16和控制阀 23。

再生器设有 2个内或外取热设备， 即催化剂冷却器， 包括与再生器密相 直接 （或通过管道） 连接的催化剂入口、 下部混合缓冲空间、 内部取热元件 (包括套管式、 蛇管式等）、 下部流化介质分布设施等。

35A, 35B为流化介质如空气、 水、 蒸汽等， 36A， 36B为提升介质如空气、 蒸汽等， 37A， 37B为取热介质， 包括水、 蒸汽、 空气、 各种油品等。 催化剂 冷却器 8A主要用于调节第一反应区的反应温度， 使其保持在最佳值。 催化剂 冷却器 8B主要用于调节再生器温度， 使其保持在最佳值。

根据工艺要求， 催化剂冷却器 8A、催化剂冷却器 8B的任意 1个或 2个都 可以不设。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10A与催化剂冷却器 8A相连，再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9A。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11A与重油提升管反应器预提升区 4相连。 离开催化剂冷却器 8A的冷再生 催化剂温度通过调节流化介质 35A (包括空气、 蒸汽等） 的流量和 /或冷再生 催化剂返回管 12A上的提升介质 36A (包括空气、 蒸汽等） 的流量进行控制。 控制阀 21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的具体控制元件。

为方便控制进入重油提升管反应器第一反应区 的温度，还可以设置热再生 催化剂输送管 （包括控制阀） （图中未画出） 直接与重油提升管反应器预提升 区 4相连， 冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反 应器预提升区 4经 预提升介质 32 (包括水、 蒸汽、 各种炼厂干气等）提升混合后温度达到均衡。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法， 不构成对本发明构思的任何 具体实施方式的限制。

为方便控制提升管反应器第二反应区 2的温度，可以将冷激剂 34注入第 一反应区的下游， 以方便控制第二反应区 2 的温度。 上述冷激剂可以是气体 或液体 （包括水、 各种油品等） 和冷催化剂中的任意一种， 也可以是它们中 的两种或多种。 上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、 冷待生催化剂、 冷半再 生催化剂中的任意一种， 也可以是它们中的两种或多种。

冷再生催化剂作为冷激剂时， 可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升 管， 经预提升介质输送至提升管反应器第 2反应区 （图中未画出）。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10B与催化剂冷却器 8B相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9B。 再生器 5 的温度通过调节流化介质 35B (包括空气、 蒸汽等）的流量和 /或冷再生催化剂返回管 12B上的提升介质 36B (包括空气、 蒸汽等）的流量进行控制。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法， 不构成对本发明构思的任何 具体实施方式的限制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、 提升管连为一体， 也可以通过管线 与其相连。

重油原料 33与来自重油提升管反应器预提升区 4的再生催化剂混合进入 重油提升管反应器第一反应区 3， 在催化裂化条件下进行反应， 主要操作条件 如下： 反应温度 400-650°C (优选 520-600°C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa, 接触时间 0. 05〜5秒 （优选 0. 1-3秒）， 催化剂与原料重量比一般为 3〜15， 优选 5〜12。

冷激剂 34与来自第一反应区 3 的反应油气和催化剂的混合物混合降温 后， 进入重油提升管反应器第二反应区 2， 主要进行氢转移、 异构化、 芳构化 等二次反应， 进一歩降低烯烃和硫含量， 提高辛垸值。 主要操作条件如下： 反应温度 350-620°C (优选 450-530°C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa， 接触时 间 0. 5〜30秒 （优选 1-5秒）。

来自第二反应区 2的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器 1，进行油气 与催化剂分离， 油气进入分馏、 吸收稳定系统进行分馏与液化石油气 （LPG) 回收， 得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化油 。

待生催化剂经沉降器 1的汽提段 1A汽提后， 通过待生催化剂输送管 7和 控制阀 20进入烧焦罐 5A， 在主风 38A (含氧气体包括空气等） 的存在下经快 速烧焦， 向上输送再生器 5进一歩烧焦再生， 再生器 5底部补充二次风 38B (含氧气体包括空气等）。 再生催化剂由再生器 5底部引出， 分两路进入催化 剂冷却器 8A和催化剂冷却器 8B,—路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混 合循环使用， 另一路返回再生器。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化 剂注入点的上游或下游， 以方便控制各反应区的温度， 或形成另一反应区。

附图 3为应用本发明的重油催化转化装置（与汽油� �质联合实施）的一种 典型示意图。

如附图 3所示： 本发明重油催化转化方法及其设备包括重油沉 降器 1， 汽 油沉降器 18， 重油提升管反应器包括预提升区 4、 第一反应区 3、第二反应区 2、 再生器 5、 汽油提升管 6。 再生器 5与沉降器 1的汽提段 1A之间设有待生 催化剂输送管 7和控制阀 （图中未画出） 连通再生器 5与重油沉降器 1汽提 段 1A, 将待生催化剂输送到再生器 5。设有待生催化剂输送管 15和控制阀 23 将再生器 5与沉降器 18的汽提段 18A相连通。 控制阀 23是为了方便控制冷 激用的待生催化剂的流量而设置的具体控制元 件， 当然也可有许多其他控制 设备和控制方法， 不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限 制。

再生器设有 3个内或外取热设备， 即催化剂冷却器， 包括与再生器密相 直接 （或通过管道） 连接的催化剂入口、 下部混合缓冲空间、 内部取热元件 (包括套管式、 蛇管式等）、 下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器 8A主要用于调节重油提升管第一反应区的反应� ��度， 使其 保持在最佳值。 催化剂冷却器 8B主要用于调节汽油提升管的反应温度， 使其 保持在最佳值。 另一催化剂冷却器（图中未画出） 主要用于调节再生器温度， 使其保持在最佳值。

35A, 35B为流化介质如空气、 蒸汽等， 36A， 36B为提升介质如空气、 蒸 汽等， 37A， 37B为取热介质， 包括水、 蒸汽、 空气、 各种油品等。

根据工艺要求， 上述 3个催化剂冷却器中的任意 1个或 2个都可以不设。 主要用于调节再生器温度的催化剂冷却器不设 时， 再生器温度通过调节 催化剂冷却器 8A、 和 /或催化剂冷却器 8B的流化介质 35A、 35B (包括空气、 蒸汽等）的流量和 /或返回再生器的催化剂量和 /或通过反应再生系统的热平 衡进行控制。

为方便控制重油提升管反应器第二反应区 2的温度， 可以将冷激剂 34注 入第一反应区的下游， 以方便控制第二反应区 2 的温度。 上述冷激剂可以是 气体或液体 （包括水、 各种油品等） 和冷催化剂中的任意一种， 也可以是它 们中的两种或多种。 上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、 冷待生催化剂、 冷 半再生催化剂中的任意一种， 也可以是它们中的两种或多种。 冷再生催化剂 作为冷激剂时， 可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管， 经预提升介质 输送至提升管反应器第 2反应区 （图中未画出）。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10A与催化剂冷却器 8A相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9A。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11A与重油提升管反应器预提升区 4相连。 离开催化剂冷却器 8A的冷再生 催化剂温度通过调节流化介质 35A (包括空气、 蒸汽等） 的流量或 /和冷再生 催化剂返回管 12A上的提升介质 36A (包括空气、 蒸汽等） 的流量进行控制。 控制阀 21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的具体控制元件。

为方便控制重油提升管反应器第一反应区的温 度，设置热再生催化剂输送 管 （包括控制阀） 与重油提升管反应器预提升区 4相连， 冷再生催化剂与热 再生催化剂在重油提升管反应器预提升区 4经预提升介质 32 (包括水、蒸汽、 各种炼厂干气等） 提升混合后温度达到均衡。 当然也可有许多其他控制设备 和控制方法， 不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限 制。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10B与催化剂冷却器 8B相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9B。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11B与汽油提升管预提升区相连。 离开催化剂冷却器 8B的冷再生催化剂温 度通过调节流化介质 35B (包括空气、 蒸汽等） 的流量或 /和冷再生催化剂返 回管 12B上的提升介质 36B (包括空气、 蒸汽等） 的流量进行控制。 控制阀 21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的具体控制元件。

为方便控制进入汽油提升管反应器的温度， 设置热再生催化剂输送管 19B (包括控制阀 22B )与汽油提升管反应器预提升区 4相连， 冷再生催化剂与热 再生催化剂在汽油提升管反应器预提升区 4经预提升介质 30 (包括水、蒸汽、 各种炼厂干气等） 提升混合后温度达到均衡。 当然也可有许多其他控制设备 和控制方法， 不构成对本发明构思的任何具体实施方式的限 制。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、 提升管连为一体， 也可以通过管线 与其相连。

重油原料 33与来自重油提升管反应器预提升区 4的再生催化剂混合降温 后进入重油提升管反应器第一反应区 3， 在催化裂化条件下进行反应， 主要操 作条件如下： 反应温度 400-650°C (优选 520-600°C)、 反应压力为 0. 11〜 0. 4MPa, 接触时间 0. 05〜5秒 （优选 0. 1-3秒）， 催化剂与原料重量比一般为 5〜15， 优选 5〜12。

来自第一反应区 3 的反应油气和催化剂的混合物与冷激剂 34混合降温 后， 进入重油提升管反应器第二反应区 2， 主要进行氢转移、 异构化、 芳构化 等二次反应， 进一歩降低烯烃和硫含量， 提高辛垸值。 主要操作条件如下： 反应温度 350-620°C (优选 450-530°C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa， 接触时 间 0. 5〜30秒 （优选 1-5秒）。

劣质汽油 31 与来自汽油提升管预提升区的再生催化剂混合 进入汽油提 升管反应器， 在反应温度 300-650°C (优选 400-560°C)、 反应压力为 0. 11〜 0. 4MPa条件下接触， 接触时间 0. 5〜30秒 （优选 1_15秒）， 催化剂与原料重 量比一般为 1〜50， 优选 2〜20， 主要进行异构化、 芳构化等汽油改质反应， 达到降低烯烃和硫含量， 提高辛垸值的目的。

来自第二反应区 2 的反应油气和催化剂的混合物进入沉降器 1， 进行油 气与催化剂分离， 油气单独或与来自沉降器 18的油气混合后进入分馏、 吸收 稳定系统进行分馏与 LPG 回收， 得到包括催化裂化汽油在内的产品和未转化 油。 待生催化剂经沉降器 1的汽提段 1A汽提后， 通过待生催化剂输送管 7和 控制阀 （未画出） 进入再生器 5。

来自汽油提升管 6的反应物流进入沉降器 18进行油气与催化剂分离，油 气单独进入分馏、 吸收稳定系统进行分馏与 LPG 回收， 得到包括催化裂化汽 油在内的产品； 或与来自沉降器 1 的油气混合后， 进入共用的分馏、 吸收稳 定系统进行分馏与液化石油气 （LPG) 回收。

待生催化剂经沉降器 18汽提段 18A汽提后， 通过待生催化剂输送管 15 和控制阀 23进入再生器 5。

来自两沉降器汽提段的待生催化剂进入再生器 5后， 在含氧气体 38 (包 括空气等） 的存在下经烧焦再生后分两路进入催化剂冷却 器 8A和催化剂冷却 器 8B， 两路冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合 分别循环使用。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化 剂注入点的上游或下游， 以方便控制各反应区的温度， 或形成另一反应区。

附图 4为应用本发明的重油催化转化装置 （共用沉降器） 的一种典型示 意图。

如附图 4所示： 本发明重油催化转化方法及其设备包括沉降器 1、共用一 个沉降器的两个重油提升管反应器 （包括预提升区 4A、 4B、 第一反应区 3A、 3B、 第二反应区 2A、 2B、）、 再生器 5、 烧焦罐 5A。 烧焦罐 5A与沉降器 1的汽 提段 1A之间设有待生催化剂输送管 7和控制阀 20连通烧焦罐 5A与汽提段 1A, 将待生催化剂输送到烧焦罐 5A。为保证烧焦罐 5A的起始烧焦温度， 设有再生 催化剂循环管 16和控制阀 23。

再生器设有 3个内或外取热设备， 即催化剂冷却器， 包括与再生器密相 直接 （或通过管道） 连接的催化剂入口、 下部混合缓冲空间、 内部取热元件 (包括套管式、 蛇管式等）、 下部流化介质分布设施等。

催化剂冷却器 8A、 8B主要用于调节两个重油提升管反应器第一反� ��区的 反应温度， 使其保持在最佳值。 另一催化剂冷却器 （图中未画出） 主要用于 调节再生器温度， 使其保持在最佳值。

35A, 35B为流化介质如空气、 蒸汽等， 36A， 36B为提升介质如空气、 蒸 汽等， 37A， 37B为取热介质， 包括水、 蒸汽、 空气、 各种油品等。

根据工艺要求， 上述 3个催化剂冷却器中的任意 1个或 2个都可以不设。 再生器 5通过再生催化剂输送管 10A与催化剂冷却器 8A相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9A。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11A与重油提升管反应器预提升区 4A相连。 离开催化剂冷却器 8A的冷再 生催化剂温度通过调节流化介质 35A (包括空气、 蒸汽等的） 流量或 /和冷再 生催化剂返回管 12A上的提升介质 36A (包括空气、蒸汽等）的流量进行控制。 控制阀 21A是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的具体控制元件。

再生器 5通过再生催化剂输送管 10B与催化剂冷却器 8B相连， 再生催化 剂经冷却后进入下部混合缓冲空间 9B。 冷再生催化剂通过冷再生催化剂输送 管 11B与重油提升管反应器预提升区 4B相连。 离开催化剂冷却器 8A的冷再 生催化剂温度通过调节流化介质 35B包括空气、 蒸汽等的流量或 /和冷再生催 化剂返回管 12B上的提升介质 36B包括空气、 蒸汽等的流量进行控制。 控制 阀 21B是为了方便控制冷再生催化剂的流量而设置 的具体控制元件。

当然也可有许多其他控制设备和控制方法， 不构成对本发明构思的任何 具体实施方式的限制。

为方便控制进入两提升管反应器第一反应区的 温度， 还可以设置热再生 催化剂输送管（包括控制阀）（图中未画出） 与重油提升管反应器预提升区 4A、 4B相连， 冷再生催化剂与热再生催化剂在重油提升管反 应器预提升区 4A、 4B 经预提升介质 32A、 32B (包括水、 蒸汽、 各种炼厂干气等） 提升混合后温度 达到均衡。 当然也可有许多其他控制设备和控制方法， 不构成对本发明构思 的任何具体实施方式的限制。

为方便控制两提升管反应器第二反应区 2的温度，可以将冷激剂 34A、34B 注入第一反应区的下游， 以方便控制第二反应区 2 的温度。 上述冷激剂可以 是气体或液体 （包括水、 各种油品等） 和冷催化剂中的任意一种， 也可以是 它们中的两种或多种。 上述冷催化剂可以是冷再生催化剂、 冷待生催化剂、 冷半再生催化剂中的任意一种， 也可以是它们中的两种或多种。 冷再生催化 剂作为冷激剂时， 可通过冷再生催化剂输送管进入辅助提升管， 经预提升介 质输送至提升管反应器第 2反应区 （图中未画出）。

上述的催化剂冷却器可以与再生器、 提升管连为一体， 也可以通过管线 与其相连。 重油原料 (新鲜原料) 33A与来自重油提升管反应器预提升区 4A的再生催 化剂混合进入重油提升管反应器第一反应区 3A,在催化裂化条件下进行反应， 主要操作条件如下： 反应温度 400-650°C (优选 520-600°C )、 反应压力为 0. l l〜0. 4MPa， 接触时间 0. 05〜5秒 （优选 0. 1_3秒）， 催化剂与原料重量比 一般为 3〜15， 优选 5〜12。

冷激剂 34A与来自第一反应区 3A的反应油气和催化剂的混合物混合降温 后， 进入重油提升管反应器第二反应区 2A, 主要进行氢转移、 异构化、 芳构 化等二次反应， 进一歩降低烯烃和硫含量， 提高辛垸值。 主要操作条件如下: 反应温度 350-620°C (优选 450-530°C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa， 接触时 间 0. 5〜30秒 （优选 1-5秒）。

来自第二反应区 2A的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉� ��器 1， 进行油气与催化剂分离。

重油原料（回炼油、 油浆等 ) 33B与来自重油提升管反应器预提升区 4B的 再生催化剂混合进入重油提升管反应器第一反 应区 3B, 在催化裂化条件下进 行反应， 主要操作条件如下： 反应温度 400-650°C (优选 480-600°C)、 反应 压力为 0. 11〜0. 4MPa, 接触时间 0. 05〜5秒（优选 0. 1-3秒）， 催化剂与原料 重量比一般为 3〜15， 优选 5〜12。

冷激剂 34B与来自第一反应区 3B的反应油气和催化剂的混合物混合降温 后， 进入重油提升管反应器第二反应区 2B, 主要进行氢转移、 异构化、 芳构 化等二次反应， 进一歩降低烯烃和硫含量， 提高辛垸值。 主要操作条件如下: 反应温度 350-620°C (优选 460-530°C)、 反应压力为 0. 11〜0. 4MPa， 接触时 间 0. 5〜30秒 （优选 1-5秒）。

来自第二反应区 2B的反应油气和催化剂的混合物进入共用的沉� ��器 1， 进行油气与催化剂分离 （分离设施未画出）。

来自两个重油提升管反应器的油气与催化剂的 混合物混合后进行进一歩 的油气与催化剂分离， 分离后的反应油气进入共用的分馏、 吸收稳定系统进 行分馏与液化石油气 （LPG) 回收。

来自两个重油提升管反应器的待生催化剂混合 进入沉降器 1汽提段 1A， 汽提后通过待生催化剂输送管 7和控制阀 20进入烧焦罐 5A， 在主风 38A (含 氧气体包括空气等） 的存在下经快速烧焦， 向上输送再生器 5进一歩烧焦再 生， 再生器 5底部补充二次风 38B (含氧气体包括空气等）。 再生催化剂由再 生器 5底部引出， 分 3路分别进入催化剂冷却器 8A、催化剂冷却器 8B和另一 催化剂冷却器（图中未画）， 冷再生催化剂与或不与热再生催化剂混合循环 使 用， 另一路返回再生器。

上述气体或液体冷激剂的注入点可以在冷催化 剂注入点的上游或下游， 以方便控制各反应区的温度， 或形成另一反应区。

实例 1 为验证本发明的效果， 采用图 2所示的工艺流程、 表 1所示的原料、 表 2 所示的工艺条件和长岭炼油厂催化剂厂生产的 G0R催化剂，试验结果列于表 3。 表 1

在表 2中， 现有技术的方案 A采用常规催化裂化工艺技术： 再生器催化 剂床层的温度为 680°C， 反应温度为 525°C。 原料温度为 200°C， 剂 /油比为 6. 7。 因此， 再生剂和原料的温差为 480°C。 现有技术的方案 A有以下不足：

( 1 ) 200°C的原料温度对含渣油原料的裂化是相当低 的。

( 2 ) 再生器的温度尽管满足再生要求， 但与原料接触时温度过高， 容易 出现热裂化。

应当理解， 表 2 的实施例决不是限制， 因为与现有技术不同， 说明本发 明的方案 B 中， 催化剂循环量的任何组合都可在两立管之间确 定， 以便确保 反应所需的剂 /油比代替由装置热平衡强行确定的剂 I油比。 表 2

现有技术 本发明

参

方案 A 方案 B

提升管反应温度， °c 525

/第一反应区反应温度 °c 525

第二反应区反应温度， °c 505

进料温度， °c 200 350

再生温度， °c 680 700

提升管入口再生剂温度, °c 680 630

催化剂进料温差， °c 450 287

剂 /油比， 重 /重 6. 7 8. 6 现有技术 本发明 广 ΛΆ'

方案 A 方案 B

H ₂ S % 0. 6 0. 7

燃料气 ％ 5. 5 4. 2

LPG % 14. 5 14. 8

汽油 ％ 38. 9 41. 9

轻循环油 ％ 26. 2 25. 5

澄清油 ％ 5. 0 5. 0

焦炭 ％ 9. 3 7. 9

合计 100. 0 100. 0

汽油

烯烃含量％ 45. 6 27. 6

芳烃含量％ 14. 9 18. 9

硫含量 PPm 696 486

辛烷值 RON 89. 7 90. 6

表 3的结果表明， 焦碳和干气产率下降 2. 7%， 汽油中烯烃体积含量降低 硫含量降低 30%, 辛垸值 (RON) 提高 0. 9个单位。