本发明涉及一种石油和化工领域催化反应技术 ，特别是涉及一种用于催化反应中催 化剂的控制和再生催化剂 （再生剂） 降温、 净化方法， 并涉及实现该方法的反应区催化 剂控制和再生剂净化取热冷却装置。 背景技术

在催化反应过程中， 催化剂是核心问题， 但反应过程中催化剂的性能和未反应前催 化剂的性能是不同的。 以烃类或醇类化合物原料反应为例， 反应过程中催化剂会出现结 焦、 碱性成分和金属污染、 钝化， 使实际反应过程中催化剂的性能远低于未反应 前的性 能。 反应过程中催化剂的活性、 反应剂油比或空速、 反应原料和催化剂的温度及温度差 等反应条件都是影响反应结果的重要因素。

在催化反应过程中反应条件的选择和控制直接 关系到反应转化率和反应选择性。现 行优化反应系统操作的技术很多， 以催化转化反应为例， 干气预提升技术、 采用改变原 料注入点和注入介质的混合温度控制技术、 出口区快速分离技术、 急冷终止技术等都对 反应结果影响明显， 已在工业上得到较好应用。 反应过程中催化剂性能的改进和控制也 是至关重要的。 许多气固反应过程需要固相物如催化剂冷却， 使反应条件改善后进行， 尤其对例如催化转化反应的气固反应过程， 把再生催化剂适当降温可以提高剂油比， 抑 制热裂化反应， 改进产品分布。

以石油烃类原料催化转化为例， 国内外的研究结果早就证实， 再生剂温度高， 导致 反应剂油比较低， 与反应原料间的接触温差大， 都会导致干气产率高， 对收率产生显著 影响；提升管内随着反应的进行，催化剂的活 性快速降低，提升管下游反应区效率降低， 影响反应效果。 降低再生剂温度， 提高剂油比和提高提升管内催化剂的活性是多 年来催 化裂化装置一直追求的目标。

使用管式反应器的液体原料催化反应都存在液 相气化接触反应和气相反应两个反 应区域。 液相气化反应区催化剂和原料间的温差和催化 剂的高温都会增加热裂化反应， 增加 C2以下副产品比例， 影响经济效益。

在降低反应原料液相气化接触反应区的再生剂 和原料油温差方面有不少技术措施。 针对降低与原料油起始接触温度问题， 最容易想到的办法是 "把外取热器内的低温催化 剂引入提升管预提升段"。 UOP公司于上世纪 90年代在专利 US5800697中提出了把外 取热器内的低温催化剂送入提升管提预提升段 的方法。 这方面的专利申请较多， 如 US6059958, US6558530B1，中国专利申请 01119805.1， 200510055695.4， 200710054738.1 , 200710054739.0等。

专利 US5800697公开了一种催化转化反应 -再生方法， 在再生器旁边设置催化剂降 温区， 来自密相床的热再生剂从出口进入降温区换热 至适宜温度后经再生立管、 滑闽进 入提升管反应器底部参与反应， 从而使反应温度成为独立变量。 中国专利 200610113673.3公开了一种石油烃类的转化方法，� ��的再生催化剂通过冷却器冷却返回 到反应器底部与原料油接触并进行裂化反应， 待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧 焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部 的混合器。中国专利 200710054738.6公开 了一种催化裂化装置的再生催化剂调温设备， 在再生器密相床的旁边设置催化剂降温 器， 催化剂降温器内设有换热管， 上部设有烟气返回管线， 沿催化剂降温器垂直高度分 段设置流化环， 经降温的再生催化剂进入提升管反应器预提升 段参与反应。 中国专利 200710054737.1也公开了一种催化裂化装置再生催� ��剂调温设备，在再生器密相床内设 置一隔板， 将再生器密相床分成两个区， 一个区为再生烧焦区， 另一个区为催化剂降温 区， 隔板下部设有降温器催化剂入口， 催化剂降温区内设有换热管， 经降温的再生催化 剂进入提升管反应器预提升器参与反应。

另一种降低原料油和再生剂起始接触温差的办 法是把原料油的温度提高。中国专利 200610127585.9公开了一种烃油裂化方法， 将烃油与再生催化剂在换热器中加热， 然后 使换热后的烃油与换热后的再生催化剂在反应 器中接触反应。

已有对反应条件的优化控制技术， 主要集中在反应原料流程优化， 反应温度、 时间 优化方面， 对反应过程中催化剂性能控制优化关注较少。 以上公开的专利文献， 也仅仅 涉及降低预提升段再生剂的温度。

在以上降低再生剂温度的专利文献中来自外取 热器的催化剂携带一定氧气和再生 烟气， 这部分氧气进入了反应器与反应介质发生反应 ， 存在着进入反应器的氧气会影响 产品的问题； 而来自再生催化剂携带的烟气会加大富气压机 负荷， 增加能耗。

另外， 反应催化剂控制不仅包括反应前的催化剂温度 、 液相气化反应区接触温差和 剂油比， 气相反应区催化剂活性和剂油比的控制对反应 效果也有重要影响。

现有提升管反应器出口处的催化剂活性只有初 始活性的 1/3左右， 在提升管反应器 的后半段， 催化剂活性及选择性已急剧下降， 催化作用变差， 热裂化反应及其他不利二 次反应比例增加。 随着催化剂活性的降低， 催化反应的选择性必然下降， 副反应自然增 力口。 控制提升管反应器后半段的催化剂活性是重要 问题。 CN99213769. 1公开了一种用 于催化裂化的两段串联式提升管反应器， 该反应器由两提升管头尾相接串联而成， 该技 术通过采用两段接力式的反应装置， 强化了常规提升管催化裂化反应过程， 从而提高了 催化剂的有效活性和选择性。 但该技术限于原理， 缺乏可操作的实施办法， 工程实施时 相当于建设两套上下重叠的催化裂化装置， 投资费用高， 实施可能性很小。

对反应过程中催化剂的控制， 除对液相气化反应区外， 还应包括对气相反应区的催 化剂控制、 对提供的催化剂状态的控制、 以及对催化剂携带气体的控制。

再者， 在向反应器气相反应区补充催化剂时， 对进入反应器的催化剂温度控制也是 至关重要的。 此部分催化剂会影响反应的热平衡， 不仅对反应出口温度有影响， 也对接 触气化区有影响。 只有催化剂温度和反应要求相适应， 才能改进反应。

综上， 对进入反应器的催化剂的控制有重要意义。 发明内容

本发明的主要目的在于提供一种反应区催化剂 控制和再生剂净化取热冷却方法， 实 现方便灵活地对反应区催化剂进行多处控制， 且降低能耗。

本发明的另一目的在于提供一种用于实现上述 方法的装置。

为达上述目的， 本发明提供了一种反应区催化剂控制和再生剂 取热冷却方法， 用于 石油烃类原料或醇类原料催化反应过程。该方 法包括对反应的控制和对参与反应的催化 剂的控制， 有以下部分： 反应器， 催化剂再生器， 液相接触气化反应控制方法， 气相反 应控制方法， 再生剂净化控制方法， 催化剂输送管道； 再生剂净化控制方法包括催化剂 温度控制和携带气体控制， 还包括再生剂净化控制器， 催化剂控制方法， 控制介质， 温 度检测， 调节控制闽。 该发明的催化剂控制和再生剂取热冷取控制方 法由以下几个环节 组成：

1、 本发明的再生剂净化控制方法中， 再生催化剂分三路进入反应器， 来自再生器 的再生催化剂经再生立管直接进入反应器底部 ，其他再生剂在净化控制器内达到要求的 温度、 置换携带的气体介质后， 分一个或两个输送管进入反应器： 在第一输送管中催化 剂靠重力向下进入反应原料进入点下方， 与经再生立管来的再生剂混合， 降低反应器内 再生剂的温度，调节来自再生剂净化控制器的 催化剂量来控制再生剂和原料油接触前的 催化剂温度， 提高剂油比； 在第二输送管中催化剂靠重力向下进入原料油 进料点上方的 气相反应区； 2、 根据反应器反应原料进料点上方的气相反应区 温度对再生剂净化控制器内催化 剂温度进行控制， 使进入气相反应区的催化剂与气相反应区反应 条件相适应。 为实现该 发明要求， 分别在反应器气相反应区催化剂进入点和反应 原料进入点之间的反应区及再 生剂净化控制器处设置测温点， 一般为热电偶， 由该两处温度差作为指标， 控制再生剂 净化控制器操作介质管线调节闽开度， 或者由反应器出口和再生剂净化控制器的温度 差 作为指标， 控制再生剂净化控制器操作介质管线调节闽开 度； 该调节闽进一步控制进入 再生器净化控制器的操作介质量， 实现对再生剂净化控制器内催化剂和反应器反 应温度 的关联控制， 使进入反应器气相反应区的催化剂始终适应反 应器内的条件； 或者用再生 剂净化控制器的温度作为指标控制进入该再生 剂净化控制器操作介质管线调节闽开度， 调节进入的流化介质量， 实现对再生剂净化控制器的温度的控制；

3、 控制经再生剂净化控制器进入反应器的催化剂 量。 在反应器原料进料点以下设 置催化剂测温点，一般为热电偶，该温度控制 再生剂净化控制器第一输送管的滑闽开度， 调节从再生器净化控制器进入反应器的催化剂 量； 用第二输送管上的滑闽开度控制从再 生器净化控制器进入反应器气相反应区的催化 剂量；

4、 控制经再生剂净化控制器进入反应器的催化剂 携带的氧气及再生催化剂携带的 烟气量。 本发明的再生剂净化控制器用蒸汽作为操作介 质， 用蒸汽实现对再生剂携带烟 气的置换；或者设置空气和蒸汽两种操作介质 ，蒸汽在空气下方进入再生剂净化控制器; 调节空气量可以改变催化剂温度； 调节蒸汽量可以控制催化剂温度和携带的气体 成分。

本发明的再生剂净化控制器的催化剂从第二输 送管在反应原料进入点起上方 0.1秒 至 1.0秒的反应时间的空间内进入气相反应区； 或者在反应原料进入点以上 1.0米至 10 米的区域内进入反应器气相反应区。

本发明再生剂净化控制器内设置换热管， 在冷却再生剂的同时， 反应原料在该换热 管内加热， 然后进入反应器； 或者在换热管内发生蒸汽。

本发明的反应原料在进入再生剂净化控制器换 热管加热前加入占被加热原料重量 不大于 20%的水； 加热后再进入反应器。

本发明的再生剂取热冷却方法包括再生剂净化 控制部分、 携带气体置换控制、 催化 剂温度控制、 蒸汽调节和汽提气排出管线、 再生催化剂进出管线部分； 再生催化剂经一 个入口管进入， 经一个或两个输送管排出并送入反应器， 蒸汽在再生剂净化控制器底部 区域进入， 汽提气体和再生剂携带气体在上部排出， 蒸汽进入管线设置调节闽， 该调节 闽由再生剂净化控制器的催化剂温度控制或者 由反应区相应位置的温度与再生剂净化 控制器的催化剂温度差控制。

本发明的反应区催化剂控制和再生剂取热冷却 方法的再生剂净化控制器内除设置 换热管外还设置催化剂携带气体汽提器， 汽提器设置在换热管下方。

本发明的反应再生剂控制方法的反应器气相反 应区在冷却催化剂进入处设置催化 剂混合分配段， 该混合分配段直径大于该处反应器。

本发明的反应器气相反应区为提升管反应器， 或在催化剂进入混合分配段上方设置 扩径的反应段； 该段内气相流速 1. 8m/s至 4. 0m/s， 反应时间 3.0秒至 5. 5秒。

本发明还提供了一种用于实现所述反应区催化 剂控制和再生剂净化取热冷却方法 的装置， 该装置包括再生器、 外取热器、 再生剂净化控制器、 反应器， 其中：

再生器与外取热器相连接， 还与再生剂净化控制器相连接， 再生剂净化控制器经两 个输送管与反应器相连接， 再生剂净化控制器底部引出第一输送管到催化 剂混合提升 器， 再生剂净化控制器中下部引出第二输送管到位 于反应器进料喷嘴的上方的催化剂分 配器连接口

根据本发明的具体实施方案， 本发明中的反应器为提升管反应器， 提升管反应器气 相反应区可以设置扩径反应区。

本发明的具体的用于实现所述反应区催化剂控 制和再生剂净化取热冷却方法的装 置可参见图 1〜图 8所示。

本发明的任务是这样实现的：

来自再生器的再生催化剂经再生立管在进料喷 嘴下方进入反应器， 完成反应后经汽 提段汽提返回再生器； 另一部分来自再生器的催化剂经再生剂净化控 制器处理进入反应 器； 冷却后的催化剂温度根据反应器气相反应区设 定测温点的温度或与反应器气相反应 区设定测温点温度的差控制， 或再生催化剂经取热冷却后的催化剂温度根据 反应器的出 口温度或与反应器出口温度的差控制； 再生剂净化控制器内的催化剂再经过蒸汽汽提 除 去携带的氧气和其他气体， 然后经两个输送管在重力作用下送入反应器不 同部位， 完成 反应后经汽提返回再生器； 蒸汽在再生剂净化控制器底部进入再生剂净化 控制器， 向上 经过汽提区和冷却区， 在顶部排气管线排出；

反应器原料进入点下方的催化剂温度由再生剂 净化控制器第一输送管滑闽控制； 反 应器原料进入点和气相反应区之间的反应温度 由再生立管滑闽控制， 反应器出口温度由 第二输送管滑阀通过控制从再生剂净化控制器 进入的催化剂量来控制； 或者反应器出口 温度由再生立管滑闽控制； 再生剂净化控制器催化剂温度由与反应器设定 点的温度的差 通过调节闽调节进入的气体量控制。

本发明与现有技术相比， 其有益效果是：

首先， 除向反应器进料下方补充低温再生剂外， 本发明可以方便的向气相反应区补 充高活性、 与反应温度一致、 除去携带气体的催化剂； 增加气相反应区催化剂的活性和 反应剂油比；

第二， 本发明通过由反应器反应温度控制再生剂取热 冷却后的催化剂温度的方法， 使进入反应器的催化剂不影响反应的热平衡， 可以自由地增加气相反应区的催化剂剂油 比； 不受反应原料密度大小、 沸点高低的限制；

第三， 本发明的方法进入反应区的催化剂得到净化， 置换出了携带的氧气、 氮气和 来自再生器的气体， 避免了这些气体对反应的影响， 降低了气压机负荷， 降低能耗； 第四， 本发明实现了再生剂取热冷却后的催化剂直接 靠重力进入反应器， 不需要输 送介质， 除催化剂外不增加对反应的其他影响， 能耗低；

第五， 本发明用一台再生剂净化控制器实现对反应催 化剂的多处控制。 附图说明

图 1 : 本发明的一种反应区催化剂控制和再生剂取热 冷却方法的工艺流程示意图。 图 2:本发明的另一种反应区催化剂控制和再生剂� ��热冷却方法的工艺流程示意图。 图 3:本发明的另一种反应区催化剂控制和再生剂� ��热冷却方法的工艺流程示意图。 图 4: 本发明的反应区催化剂控制和再生剂取热冷却 方法的装置示意图。

图 5: 实施例 1反应区催化剂控制和再生剂取热冷却方法的� �置示意图。

图 6: 实施例 2反应区催化剂控制和再生剂取热冷却方法的� �置示意图。

图 7: 本发明实施例 1的工艺流程示意图。

图 8: 本发明实施例 2的工艺流程示意图。

图中编号说明： I反应器原料和催化剂接触气化区； II反应器气相反应区； ΙΠ扩径 反应段； 1再生器； 2再生剂净化控制器； 3反应器； 11再生器过渡段； 12再生器烧焦 罐； 13外取热器； 14外取热器滑闽； 15外取热器烟气管； 21,22膨胀节； 23,24再生剂 净化控制器催化剂输送管； 25,26再生剂净化控制器催化剂输送管滑闽； 27再生剂净化 控制器汽提区； 28再生剂净化控制器冷却区； 29再生剂净化控制器顶部排气管； 30催 化剂混合提升器； 31进料喷嘴； 32催化剂分配器； 33再生立管； 34待生立管； 35汽提 段； 36旋分器； 37沉降器； 38再生滑闽； 40压缩空气； 41进水； 42水、 蒸气混合物； 43蒸汽或空气； 44,46,47,48蒸汽； 45雾化蒸汽； 49急冷介质； 50增压风自增压机； 51 预提升介质； 52原料油； 53回炼油； 54,58事故旁通线； 55反应原料 2 ； 56油浆； 57 原料油回炼油混合器； 59原料油与回炼油的混合油； 80再生剂净化控制器催化剂温度 测温点； 81净化控制器与气相反应区补剂测温点的温度� ��差； 83催化剂混合预提升段 温度测温点； 84原气相反应区补剂测温点； 85反应器出口反应温度测温点； 90进再生 剂净化控制器蒸汽或空气的调节闽； 91进再生剂净化控制器蒸汽的调节闽； 92进再生 剂净化控制器压缩空气的调节闽。 具体实施方式

以下结合附图及实施例详细说明本发明的技术 方案，但本发明的保护范围包括但是 不限于此。

本发明提供的反应区催化剂控制和再生剂净化 取热冷却方法， 主要用于石油烃类原 料或醇类原料催化反应过程； 该方法包括对反应的控制和对进入反应器的催 化剂的控 制， 方法中所用装置包括有以下部分： 反应器， 催化剂再生器， 再生剂净化控制器， 催 化剂输送管道； 对反应的控制包括液相接触气化反应控制， 气相反应过程控制， 反应器 出口温度控制； 对进入反应器的催化剂的控制包括再生剂温度 控制和进入反应器的催化 剂携带气体的净化控制； 再生剂进入净化控制器后被换热管冷却控制温 度， 同时用蒸汽 置换出携带的气体， 包括氮气、 二氧化碳和氧气， 达到要求的温度和气体携带要求后的 催化剂从催化剂输送管靠重力向下进入反应器 反应原料进入点下方或 /和反应原料和催 化剂接触气化区上方， 使反应器实现对反应前、 液相气化反应后和反应出口反应条件的 多级控制， 同时限制再生剂携带的氮气、 氧气和二氧化碳进入反应器。

本发明中， 对反应器的催化剂的控制方法中， 再生催化剂可分三路进入反应器， 一 路来自再生器的再生催化剂经再生立管直接进 入反应器底部，其他再生剂在净化控制器 内冷却并控制温度达到要求的温度、 置换出再生剂携带的气体介质后， 分两个输送管进 入反应器， 两个输送管设置催化剂流量控制闽门： 在第一输送管中来自再生剂净化控制 器的催化剂靠重力向下进入反应原料进入点下 方， 与经再生立管来的再生剂混合， 降低 反应器内再生剂的温度，调节来自再生剂净化 控制器的催化剂量控制再生剂和原料油接 触前的温度， 提高剂油比； 在第二输送管中净化后催化剂靠重力向下进入 反应原料进料 点上方的气相反应区； 在反应器原料进料点以下设置催化剂测温点， 该温度控制再生剂 净化控制器第一输送管的闽门开度， 调节进入反应器的催化剂量； 用第二输送管上的闽 门开度控制进入反应器气相反应区的催化剂量 。 本发明中， 再生剂净化取热冷却包括再生剂净化控制部分 、 携带气体汽提、 催化剂 温度控制、 蒸汽调节和汽提气排出管线、 再生催化剂进出管线部分； 再生催化剂经一个 入口管进入， 经一个或两个输送管排出并送入反应器， 蒸汽在底部区域进入， 汽提介质 和再生剂携带气体在上部排出， 蒸汽进入管线上设置调节闽， 该调节闽由再生剂净化控 制器的催化剂温度控制或者由反应区相应位置 的温度与再生剂净化控制器的催化剂温 度差控制。

本发明中，根据反应器进料点上方的气相反应 区温度对再生剂净化控制器内催化剂 温度进行控制，使进入气相反应区的催化剂与 气相反应区反应条件相适应；为实现要求， 分别在反应器气相反应区催化剂进入点和反应 原料进入点之间的反应区及再生剂净化 控制器设置测温点， 由该两处温度差作为指标， 控制再生剂净化控制器操作介质管线调 节闽开度， 或者由反应器出口和再生剂净化控制器的温度 差作为指标， 控制再生剂净化 控制器操作介质管线调节阀开度； 该调节阀进一步控制进入再生剂净化控制器的 操作介 质量， 实现对再生剂净化控制器内催化剂和反应器反 应温度的关联控制， 使进入反应器 气相反应区的催化剂始终适应反应器内的条件 ； 或者用再生剂净化控制器的温度作为指 标控制进入该再生剂净化控制器操作介质管线 调节闽开度， 调节进入的流化介质量， 实 现对再生剂净化控制器弓 I出的温度的控制。

本发明的再生剂净化控制器用蒸汽作为操作介 质，用蒸汽实现对再生剂携带烟气的 置换和对催化剂温度的控制； 或者设置空气和蒸汽两种操作介质， 蒸汽在空气下方进入 再生剂净化控制器； 调节空气量可以改变催化剂温度； 调节蒸汽量可以控制催化剂温度 和携带气体的置换效果。

本发明的再生剂净化控制器的催化剂从第二输 送管在反应原料进入点起上方 0. 1秒 至 1.0秒的反应时间的空间内进入反应器气相反应 区； 或者在反应原料进入点以上 1.0 米至 10米的区域内进入反应器气相反应区。

本发明再生剂净化控制器内上部设置换热管， 在冷却再生剂的同时， 反应原料在该 换热管内加热， 然后进入反应器； 或者在换热管内发生蒸汽； 再生剂净化控制器内下部 设置催化剂携带气体置换区。

本发明的反应原料在进入再生剂净化控制器换 热管加热前加入占被加热原料重量 不大于 20%的水； 加热后再进入反应器。

本发明的反应再生剂控制方法的反应器气相反 应区在冷却净化催化剂进入处设置 催化剂混合分配段， 该混合分配段直径大于该处反应器。 本发明的反应器气相反应区为提升管反应器， 或在冷却净化催化剂进入处混合分配 段上方设置扩径的反应段； 该扩径段内气相流速 1. 8m/s至 4.0m/s， 反应时间 3.0秒至 5.5秒。

图 1是本发明的一种反应区催化剂控制和再生剂� �化取热冷却方法的工艺流程示意 图。再生催化剂分三路进入反应器 3，来自再生器 1的再生催化剂经再生立管 33直接进 入反应器 3底部的催化剂混合提升器 30， 完成反应后在汽提段 35汽提出携带的油气， 经待生立管 34返回再生器烧焦罐 12 (待生立管 34与再生器烧焦罐 12图 1中未标示， 请一并参考图 4所示） ， 其他来自再生器 1的催化剂经再生剂净化控制器 2处理后， 经 两个输送管 （再生剂净化控制器催化剂输送管 23、 24)在重力作用下送入反应器 3， 完 成反应后在汽提段 35汽提出携带的油气，经待生立管 34返回再生器烧焦罐 12:在第一 输送管（再生剂净化控制器催化剂输送管 24)中催化剂靠重力向下进入反应原料进入点 下方的催化剂混合提升器 30， 与经再生立管 33来的再生剂混合； 根据反应器原料进料 点以下反应温度（催化剂混合预提升段温度测 温点 83 ) ， 调节第一输送管（再生剂净化 控制器催化剂输送管 24) 的滑闽 （再生剂净化控制器催化剂输送管滑闽 26) 开度， 控 制来自再生剂净化控制器 2的催化剂进入量； 在第二输送管（再生剂净化控制器催化剂 输送管 23 )中催化剂靠重力向下进入原料油进料点上方� �反应器气相反应区 II，根据该 反应区催化剂进入点和反应原料进入点之间的 测温点（原气相反应区补剂测温点 84)与 再生剂净化控制器 2第二输送管 (再生剂净化控制器催化剂输送管 23 )催化剂测温点（再 生剂净化控制器催化剂温度测温点 80)两点之间的温度差（净化控制器与气相反应 区补 剂测温点的温度之差 81 ) ， 调节再生剂净化控制器 2操作介质 （蒸汽或空气 43、 蒸汽 44)管线调节闽（进再生剂净化控制器蒸汽或空 气的调节闽 90、进再生剂净化控制器蒸 汽的调节闽 91 )开度， 控制再生剂净化控制器 2的温度（再生剂净化控制器催化剂温度 测温点 80) ， 向反应器气相反应区 II提供符合要求的催化剂； 蒸汽 44在再生剂净化控 制器 2底部进入再生剂净化控制器 2，向上经过再生剂净化控制器汽提区 27和再生剂净 化控制器冷却区 28， 在再生剂净化控制器顶部排气管线 29排出。

图 2是本发明的另一种反应区催化剂控制和再生� �净化取热冷却方法的工艺流程示 意图。再生催化剂分三路进入反应器 3，来自再生器 1的再生催化剂经再生立管 33直接 进入反应器 3底部的催化剂混合提升器 30，完成反应后在汽提段 35汽提出携带的油气， 经待生立管 34返回再生器烧焦罐 12 (待生立管 34与再生器烧焦罐 12图 1中未标示， 请一并参考图 4所示） ， 其他来自再生器 1的催化剂经再生剂净化控制器 2处理后， 经 两个输送管 （再生剂净化控制器催化剂输送管 23、 24)在重力作用下送入反应器 3， 完 成反应后经汽提段 35返回再生器烧焦罐 12: 在第一输送管 （再生剂净化控制器催化剂 输送管 24) 中催化剂靠重力向下进入反应原料进入点下方 的催化剂混合提升器 30， 与 经再生立管 33来的再生剂混合； 根据反应器原料进料点以下反应温度 （催化剂混合预 提升段温度测温点 83 ) ， 调节第一输送管 （再生剂净化控制器催化剂输送管 24) 的滑 闽（再生剂净化控制器催化剂输送管滑闽 26)开度， 控制来自再生剂净化控制器 2的催 化剂进入量； 在第二输送管（再生剂净化控制器催化剂输送 管 23 )中催化剂靠重力向下 进入原料油进料点上方的反应器气相反应区 II， 根据反应器 3 出口反应温度测温点 85 与再生剂净化控制器 2第二催化剂输送管（再生剂净化控制器催化� �输送管 23 )催化剂 测温点（再生剂净化控制器催化剂温度测温点 80)两点之间的温度差， 调节再生剂净化 控制器 2操作介质 （蒸汽或空气 43、 蒸汽 44) 管线的调节闽 （进再生剂净化控制器蒸 汽或空气的调节闽 90、 进再生剂净化控制器蒸汽的调节闽 91 ) 开度， 控制再生剂净化 控制器 2温度 （再生剂净化控制器催化剂温度测温点 80) ， 向反应器气相反应区 II提 供符合要求的催化剂；蒸汽 44在再生剂净化控制器 2底部进入再生剂净化控制器 2， 向 上经过再生剂净化控制器汽提区 27和再生剂净化控制器冷却区 28， 在再生剂净化控制 器顶部排气管线 29排出。

图 3是本发明的另一种反应区催化剂控制和再生� �净化取热冷却方法的工艺流程示 意图。 在蒸汽 44进入口上方向再生剂取热控制器 2送入压缩空气 40; 反应原料 （原料 油与会炼油的混合油 59) 在再生剂净化控制器 2换热管内加热后， 再经进料喷嘴 31进 入反应器 3 ; 其他与实施例 2相同。

图 4是本发明的一种反应区催化剂控制和再生剂� �化取热冷却方法的装置示意图。 再生器 1与外取热器 13相连接外， 还与再生剂净化控制器 2相连接， 再生剂净化控制 器 2经两个输送管（再生剂净化控制器催化剂输� �管 23、 24)与反应器 3相连接， 再生 剂净化控制器 2底部引出第一输送管（再生剂净化控制器催� �剂输送管 24)到催化剂混 合提升器 30，再生剂净化控制器 2中下部引出第二输送管（再生剂净化控制器� �化剂输 送管 23 )到催化剂分配器 32连接口位于反应器进料喷嘴 31的上方。而图 6中提升管反 应器气相反应区 Π上方设置扩径反应段 III (扩径反应区） 。 实施例：

实施例 1 :

本实施例中所用的反应区催化剂控制和再生剂 取热冷却方法的装置参见图 5所示。 工艺流程参见图 7所示。

某年产 100 X 10 ⁴ t/a的石油烃催化裂化装置， 采用烧焦罐再生， 反应再生并列布置， 提升管反应器 3， 再生剂净化控制器 2产生中压蒸汽， 再生剂净化控制器 2采用自带汽 液分离器型式，气液分离器直接连接在再生剂 净化控制器 2上，直径与净化控制器相同。 反应物料和实施例 1与原有技术的对比例反应条件见下表。

实施例 对比例

项目 单位 觀 单位 觀 原料油 52量 t/h 125 t/h 125 密度 Kg/m ³ 0.93 Kg/m ³ 0.93 残炭 W% 4.1 W% 4.1 原料油 52进料温度 °C 230 °C 230 反应出口温度 85 °c 500 °c 500 催化剂混合预提升器 30催化剂温度 °c 655 °c 690 气相反应区 Π补剂测温点温度 84 °c 530 °c 530 净化控制器 2第二引出口处与气相反应区 °c -10

II补剂测温点的温度之差 81

进料点到气相反应区 Π补剂点反应时间 s 0.2

总反应时间 s 2.6 s 2.6 再生剂量 t/h 834 t/h 834 来自第一催化剂输送管 24的催化剂量 t/h 157 t/h 0 进入气相反应区 Π的催化剂量 t/h 162 t/h 0 总反应剂油比 9.22 6.67 再生剂净化控制器用蒸汽量 g/h 980 Kg/h 0 本发明实施例 1与原油技术对比例的反再装置尺寸见下表。

实施例 对比例

项目 单位 觀 单位 觀 烧焦罐 12直径 Mm 5600 Mm 5800 烧焦罐 12高度 Mm 16000 Mm 16000 再生器 1稀相直径 Mm 9500 Mm 9800 反应器催化剂混合预提升器 30直径 Mm 1800 Mm 1600 反应器气相反应区 Π直径 Mm 1150 Mm 1000 反应器气相反应区 Π催化剂分配器 32直径 Mm 1800

再生剂净化控制器 2直径 Mm 2000

再生剂净化控制器 2内换热管面积 m ² 90

再生剂净化控制器 2再生剂入口管直径 Mm 1100

第一催化剂输送管 24直径 Mm 350

第二催化剂输送管 23直径 Mm 350

再生剂净化控制器气体排出管 29直径 Mm 250

再生剂净化控制器 2蒸汽进入管直径 Mm 200 实施例 1与原油技术对比例反应产品分布见下表。

实施例 2:

本实施例中所用的反应区催化剂控制和再生剂 取热冷却方法的装置参见图 6所示。 工艺流程参见图 8所示。

某年产 100 X 10 ⁴ t/a的石油烃催化裂化装置， 采用烧焦罐再生， 反应再生并列布置， 提升管反应器 3， 气相反应区 II上方设置扩径反应区 III， 其他条件与实施例 1相同。 反 应物料和实施例 2与原有技术的对比例反应条件见下表。 实施例 对比例

项目 单位 觀 单位 觀 原料油 52量 t/h 125 t/h 125 密度 Kg/m" 0.93 Kg/m" 0.93 残炭 W% 4.1 W% 4.1 原料油 52进料温度 °C 230 °C 230 反应出口温度 85 °c 500 °c 500 催化剂混合预提升器温度 83 °c 655 °c 690 气相反应区 Π补剂测温点温度 84 °c 530 °c 530 净化控制器 2第二引出口处与气相反应区 °c -10

II补剂测温点的温度之差 81

进料点到气相反应区 Π补剂点反应时间 s 0.2

总反应时间 s 5.4 s 5.4 反应器扩径段 m反应时间 s 4.0 s 4.0 再生剂量 t/h 834 t/h 834 从第一输送管 24进入的冷却催化剂量 t/h 157 t/h 0 进入气相反应区 Π催化剂量 t/h 162 t/h 0 总反应剂油比 9.22 6.67 再生剂净化控制器 2用蒸汽量 g/h 980 Kg/h 0 本发明实施例 2与原油技术对比例的反再装置尺寸见下表。

实施例 对比例

项目 单位 觀 单位 觀 烧焦罐 12直径 Mm 5600 Mm 5800 烧焦罐 12高度 Mm 16000 Mm 16000 再生器 1稀相直径 Mm 9500 Mm 9800 反应器催化剂混合预提升器 30直径 Mm 1800 Mm 1600 反应器气相反应区 Π直径 Mm 1150 Mm 1000 反应器气相反应区 Π催化剂分配器 32直径 Mm 1800

反应器反应扩径段 III直径 Mm 2700 Mm 2200 再生剂净化控制器 2直径 Mm 2000 再生剂净化控制器 2内换热管面积 m ¹ 90

再生剂净化控制器 2再生剂入口管直径 Mm 1100

第一催化剂输送管 24直径 Mm 350

第二催化剂输送管 23直径 Mm 350

再生剂净化控制器气体排出管 29直径 Mm 250

再生剂净化控制器 2蒸汽进入管直径 Mm 200 实施例 2与原油技术对比例反应产品分布见下表。

实施例 对比例 成分 单位 觀 单位 觀 干气 w% 2.8 w% 3.2 液化气 w% 12 w% 12.2 汽油 w% 42 w% 41.9 柴油 w% 30.1 w% 29.5 重油 w% 3.5 w% 3.3 焦炭 w% 9.1 w% 9.4 损失 w% 0.5 w% 0.5 合计 w% 100 w% 100