CN101144028A - 一种烃油裂化方法 - Google Patents
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Abstract
一种烃油裂化方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器中再生，得到再生催化剂；将至少一部分再生催化剂与至少一部分烃油在换热器中换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器中接触，其中，在换热过程中，向再生催化剂中通入松动气，该松动气选自水蒸气、氮气、二氧化碳、一氧化碳、氢气、干气中的一种或几种。本发明提供的烃油裂化方法在换热过程中往再生催化剂中通入松动气，有利于使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中有效地保持稳定的流化状态并改善裂化产物的产品分布。
Description
技术领域
本发明是关于一种烃油裂化方法。
背景技术
催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质烃油生产汽油、柴油、液化气等。一般来说，烃油裂化方法包括在裂化条件下，将烃油与催化剂在反应器中接触，烃油在催化剂的作用下通过裂化反应生成裂化产物(该裂化产物包括轻质油品、重质油品和气体)，同时反应生成的焦炭沉积在催化剂上，沉积有焦炭的催化剂需要进行再生才能再次用于催化裂化反应，因此一般称为待生催化剂；待生催化剂与裂化产物在反应沉降器中得以分离，待生催化剂进入反应汽提器脱除携带的油气后进入再生器再生，得到再生催化剂，裂化产物进入后续分离系统；再生催化剂送入到反应器中与烃油接触，继续反应。
随着原油日益变重和劣质化，原料性质变差，致使催化反应生焦增加，再生温度相应提高，热裂化反应增加，导致干气产率增加，产品分布变差。
再生催化剂的温度过高以及再生催化剂与烃油的温差过大是造成热裂化的主要原因，因此为减少热裂化反应趋势，降低干气产率，需要降低再生催化剂的温度或降低催化剂与烃油接触时的温度差。再生催化剂的温度一般为650-780℃，作为原料的烃油的温度一般为100-200℃。降低再生催化剂的温度称为催化剂冷却技术，主要使用催化剂冷却器，如在再生器密相床引入冷却盘管(内取热器)，或将再生器密相床的催化剂引入催化剂冷却器，冷却后的催化剂再返回再生器密相床(外取热器)。如果过度降低再生温度，会引起烧焦速率和烧焦效率下降，不利于再生催化剂含炭量的降低和催化剂活性的恢复。降低催化剂与烃油接触时的温度差除上述催化剂冷却技术外，还可通过提高烃油进料温度来实现。
例如，US 6059958公开了一种重油流化催化裂化方法，该方法的一种实施方式是将再生催化剂分成两股，一股再生催化剂与烃油原料进行换热而得到冷却，该冷却后的再生催化剂与另一股热催化剂混合后与催化原料接触反应。在该方法中，催化剂分两路从再生器分别到提升管反应器，即从再生器直接到提升管反应器和从再生器通过换热器后到提升管反应器，两股催化剂在与原料油接触前混合。虽然该方法有利于调节换热强度和换热量，但结构相对复杂，操作也相对困难，再生催化剂在提升管预提升段和换热器中不容易保持稳定的、良好的流化状态，从而不能与原料油充分接触，使得到的裂化产物的产品分布不理想，即裂化产物中的干气和焦炭含量较高，液化气、汽油和柴油的含量较低。
发明目的
本发明的目的是为了克服现有的催化裂化方法不容易使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中保持稳定的流化状态及得到的裂化产物的产品分布不理想的缺点，提供一种能够使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中保持稳定的流化状态并改善裂化产物的产品分布的烃油裂化方法。
本发明提供的烃油裂化方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器2中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器3中再生，得到再生催化剂；将至少一部分再生催化剂与至少一部分烃油在换热器1中换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器2中接触，其中，在换热过程中，向再生催化剂中通入松动气，该松动气选自水蒸汽、氮气、二氧化碳、一氧化碳、氢气、干气中的一种或几种。
按照本发明提供的烃油裂化方法，在换热过程中，往再生催化剂中通入松动气，松动气的通入有利于使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中有效地保持稳定的流化状态，而保持稳定的流化状态的再生催化剂与烃油的接触更加充分，因此可以改善裂化产物的产品分布，即降低干气和焦炭产率并提高高价值产品如液化气、汽油和柴油的产率。
附图说明
图1是表示本发明提供的烃油裂化方法的一个具体实施方式的示意图；
图2是表示本发明提供的烃油裂化方法的另一个具体实施方式的示意图；
图3是表示本发明提供的烃油裂化方法的又一个具体实施方式的示意图；
图4是按照本发明的一个具体实施方式的换热器管道的示意图；
图5是按照本发明的另一个具体实施方式的换热器管道的示意图。
具体实施方式
本发明提供的方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器2中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器3中再生，得到再生催化剂；将至少一部分再生催化剂与至少一部分烃油在换热器1中换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器2中接触，其中，在换热过程中，向再生催化剂中通入松动气，该松动气选自水蒸汽、氮气、二氧化碳、一氧化碳、氢气和干气中的一种或几种。
在换热过程中，往再生催化剂中通入松动气，松动气的通入有利于使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中有效地保持稳定的流化状态，而保持稳定的流化状态的再生催化剂与烃油的接触更加充分，因此可以改善裂化产物的产品分布，即降低干气和焦炭产率并提高高价值产品如液化气、汽油和柴油的产率。
优选情况下，所述松动气含有氢气和/或一氧化碳，以松动气的的总重量为基准，氢气和/或一氧化碳在松动气中的含量为1-100重量％，优选为3-80重量％。当该松动气含有氢气和/或一氧化碳时，如果所要加工的重质烃油原料的硫含量和金属钒含量较高，则氢气和/或一氧化碳可以使沉积在再生催化剂上的钒由高价态(+4，+5)向低价态(0，+1)转化，低价态的钒有利于降低裂化产物中的硫含量。
优选情况下，所述松动气为干气，所述干气为在催化裂化过程中由热裂化反应生成的，即为催化裂化过程的副产物。所述干气的组成已为本领域技术人员所公知，例如，以干气的总重量为基准，干气一般含有1-8重量％氢气、2-40重量％甲烷、1-40重量％乙烷、1-50重量％乙烯、1-20重量％丙烷和1-20重量％丙烯。使用干气作为松动气，可以使常规的催化裂化反应的副产物反复利用，在达到保持再生催化剂的稳定的流化状态且能够降低裂化产物中的硫含量的同时，节约成本。
松动气的流量为每千克再生催化剂每小时10-200升，优选为20-80升。
将烃油与再生催化剂在反应器中接触之前，可以按照下列方式使再生催化剂与烃油换热：将一部分再生催化剂与一部分烃油在换热器中换热，然后将换热后的再生催化剂与未换热的再生催化剂混合，将换热后的烃油与未换热的烃油混合，将全部的再生催化剂与全部的烃油在反应器中接触；将一部分再生催化剂与全部烃油在换热器中换热，然后将换热后的再生催化剂与未换热的再生催化剂混合，将换热后的烃油与全部的再生催化剂在反应器中接触；将全部再生催化剂与一部分烃油在换热器中换热，然后将换热后的烃油与未换热的烃油混合，将换热后的再生催化剂与全部的烃油在反应器中接触；将全部再生催化剂与全部烃油在换热器中换热，然后将换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器中接触。如果只有一部分烃油换热，则所述含有该换热后的烃油的烃油为换热后的烃油与未换热的烃油的混合物；如果全部烃油换热，则所述含有该换热后的烃油的烃油为换热后的烃油。如果只有一部分再生催化剂换热，则所述含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂为换热后的再生催化剂、未换热的再生催化剂与新补充的裂化催化剂的混合物；如果全部再生催化剂换热，则所述含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂为换热后的再生催化剂与新补充的裂化催化剂的混合物。
为了操作方便和更有效地将接触的再生催化剂与烃油之间的温差降低到适当的范围之内，本发明优选将全部再生催化剂与全部烃油在换热器中换热，然后将换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器中接触。换热前的烃油温度可以为50-300℃，优选为80-250℃，换热后的烃油温度可以为150-450℃，优选为150-380℃；换热前的再生催化剂温度可以为600-780℃，换热后的再生催化剂温度可以为500-700℃，优选为560-650℃。
再生催化剂和烃油在换热器1中换热，所述换热器优选为管壳式换热器。管壳式换热器包括换热器管道11和换热器壳体，换热器管道11位于换热器壳体中，如图1、2或3所示，烃油进入换热器1的换热器管道11，再生催化剂进入换热器8的换热器壳体与换热器管道11之间的空间中，即换热器壳体与换热器管道外壁之间的空间，烃油和再生催化剂通过换热器管道11的管壁换热，换热后的烃油通过雾化喷嘴24进入反应器1中，同时通过松动气输入管线12通入所述松动气。常规的换热器管道11为单层管道，烃油通过管壁与高温的再生催化剂进行换热时容易受热过度而在换热器管道11的内壁上结焦，影响换热效率并造成原料浪费，严重时管道壁泄漏造成失火事故。为了避免烃油在换热器管道11的内壁上结焦，本发明优选使用如图4和图5所示的为双层套管形式的换热器管道。
如图4所示，换热器管道11为双层套管，双层套管包括内管13和外管14。外管14内包括传热介质，所述传热介质可以为导热油、氮气、二氧化碳或水蒸汽，优选为水蒸汽。烃油进入内管13，沿内管13流动，同时通过内管壁15与外管14内的传热介质进行换热；传热介质进入外管14，沿外管14流动，同时通过外管壁16与再生催化剂进行换热，换热后的传热介质通过管线17离开换热器。传热介质的温度为50-500℃，优选为100-300℃；传热介质与烃油的重量比为(0.1-5)∶1，优选为(0.5-3)∶1。图4中两侧的箭头表示传热介质流动的方向，中间的箭头表示烃油流动的方向。按照如图4所示的换热器管道，烃油和再生催化剂通过传热介质进行换热，因此，可以有效地避免烃油在管道的内壁上结焦。
如图5所示，换热器管道11为双层套管，双层套管包括内管13和外管14，其中，外管14的一端封闭，并且在外管14的封闭端，内管13和外管14相通。烃油进入内管13，到达内管13的一端时进入到外管14中。图5中的箭头表示烃油流动的方向。按照如图5所示的换热器管道，烃油先进入内管13，在内管13中通过内管壁的传热作用被预热，预热后的烃油进入外管14，通过外管壁16与再生催化剂进行换热，这样可以降低外管与内管之间以及外管与再生催化剂之间的温差，防止烃油受热过度，从而有效地避免烃油在管道的内壁上结焦。
所述反应器2优选为提升管反应器，所述提升管反应器已为本领域技术人员所公知。如图1、2或3所示，提升管反应器包括预提升段21和反应段22。其中在预提升段21通入预提升介质，所述预提升介质的作用是使再生催化剂和烃油沿提升管向上运动。预提升介质可以为常规的预提升介质，如干气、含氢气和/或一氧化碳的气体或雾化蒸汽，优选为干气。所述裂化条件已为本领域技术人员所公知，一般情况下，提升管反应器中的反应条件包括：预提升段21和反应段22的温度分别为600-750℃和500-650℃；提升管出口压力为80-450千帕(表)，优选为100-300千帕(表)；总重量空速为10-120小时-1，优选为30-100小时-1；催化剂与烃油的重量比(以下简称剂油重量比)为(2-15)∶1，优选为(5-10)∶1；预提升介质与烃油的重量比为(0.01-0.15)∶1，优选为(0.02-0.10)∶1。在此所述的催化剂与烃油的重量比中所指的催化剂包括再生催化剂和新补充的裂化催化剂。
烃油与催化剂在反应器中接触，得到裂化产物和待生催化剂。裂化产物和待生催化剂进入到沉降器4中分离，待生催化剂返回至汽提器23，经过汽提后通过待生催化剂输送管线33进入到再生器3中进行再生。其中，待生催化剂输送管线33上有待生滑阀34，可以控制待生催化剂进入到再生器3中的量。
再生器3可以为本领域公知的再生器，可以使用单个再生器或多个再生器，单个再生器或多个再生器也可带有以蒸汽为介质的外取热器或内取热器，本发明对此没有特别的限定。再生的方法一般包括在含氧气体存在下对待生催化剂进行烧焦，烧焦的条件包括：温度为500-800℃，优选为550-780℃；含氧气体的流量为每千克待生催化剂每小时60-200升，优选为80-150升；含氧气体的停留时间为0.5-20分钟，优选为1-10分钟。所述含氧气体可以为纯的氧气，也可以为含有氧气的混合气体，为了节省成本，含氧气体优选为空气。
再生催化剂通过再生催化剂输送管线31进入到反应器1中。其中，再生催化剂输送管线31上有再生滑阀32，可以控制再生催化剂进入到反应器1中的量。
换热器1可以安装在再生器3和反应器2之间的任意位置上。
如图1所示，换热器1安装在再生催化剂输送管线31上，再生催化剂输送管线31与换热器1的换热器壳体和换热器管道11之间的空间相通，烃油经换热后通过雾化喷嘴24进入反应器2中，换热后的再生催化剂经过再生滑阀32进入反应器2的预提升段21。
如图2所示，换热器1安装在反应器2的预提升段21，预提升段21与换热器1的换热器壳体和换热器管道11之间的空间相通，来自再生器的再生催化剂由再生催化剂输送管线31经再生滑阀32，经过一段预提升段1后，进入换热器8，再生催化剂与烃油进行换热，换热后的烃油通过雾化喷嘴24进入反应器2中。如图3所示，换热器1安装在反应器2的预提升段21，换热器1的换热器壳体和换热器管道11之间的空间与预提升段21和再生催化剂输送管线31相通，来自再生器的再生催化剂由再生催化剂输送管线31经再生滑阀32进入换热器8，再生催化剂与烃油进行换热，换热后的烃油通过雾化喷嘴24进入反应器2中。按照图2和图3的实施方式，换热器1安装在反应器2的预提升段21，再生催化剂实际在反应器的预提升段换热，更有利于保持稳定的流化状态，并改善裂化产物的产品分布。
所述烃油可以为常压渣油、减压渣油、常压蜡油、减压蜡油、直馏蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、加氢精制油、溶剂脱沥青油中的一种或几种。
所述催化剂可以为常规的用于催化裂化反应的催化剂，如含有分子筛的裂化催化剂，特别是含有含或不含稀土的Y或HY型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石以及具有五元环结构的高硅沸石、β沸石和镁碱沸石中的一种或几种的裂化催化剂，催化剂也可以是无定型硅铝催化剂。这些裂化催化剂为本领域技术人员所公知。
下面结合实施例来更详细地描述本发明。
实施例中所用到的原料：
催化剂为MLC-500工业平衡剂，中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂出品，该催化剂的性质列于表1中；
烃油：烃油为管输蜡油，性质列于表2中；
松动气：松动气为干气，所用干气含有4.3重量％氢气、20.2重量％甲烷、26.5重量％乙烷和35.2重量％乙烯、4.5重量％丙烷、6.3重量％丙烯，及余量的碳四烷烃、碳四烯烃、空气。
试验采用的装置中原料预热采用电加热，提升管外部有辅助电加热。
烃油和裂化产物中的硫含量采用SH/T 0742-2004中规定的方法测定。
实施例1
该实施例用于说明本发明提供的烃油裂化方法。
如图1所示，温度为160℃的烃油进入换热器1的换热器管道11中，与来自再生器的温度为685℃的再生催化剂进行换热，在换热过程中通入松动气，松动气的流量为每千克再生催化剂每小时60升。其中换热器管道11为如图4所示的双层套管，传热介质为水蒸气，水蒸气与烃油的重量比为0.9：1。换热后的烃油的温度为280℃，通过雾化喷嘴24进入反应器1中。换热后的再生催化剂的温度为640℃，换热后的再生催化剂与松动气一起经过再生滑阀32进入预提升段21。
换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器2的反应段22接触，进行催化裂化反应。反应的条件为：提升管出口温度为500℃，提升管出口压力为150千帕(表)，总重量空速为50小时-1，剂油比为6.5∶1。其中在预提升段21通入有雾化蒸汽作为预提升介质，雾化蒸汽与烃油的重量比为0.05∶1。
裂化产物和待生催化剂进入沉降器4，并在此分离，经管线41去后续产收集到裂化产物，待生催化剂进入汽提器23，经汽提脱除夹带油气的待生剂通过待生催化剂输送管线33经待生滑阀34进入再生器7进行烧焦。烧焦的条件包括：再生器中部烧焦温度为712℃，空气的流量为每千克待生催化剂每小时90升。
再生催化剂通过再生催化剂输送管线31到换热器1中，重复进行上述操作。
分析收集到的裂化产物，结果如表3所示。
实施例2
该实施例用于说明本发明提供的烃油裂化方法。
如图2所示，温度为160℃的烃油进入换热器1的换热器管道11中，与来自再生器的温度为680℃的再生催化剂进行换热，在换热过程中通入松动气，松动气的流量为每千克再生催化剂每小时70升。其中换热器管道11为如图5所示的双层套管。换热后的烃油的温度为350℃，通过雾化喷嘴24进入反应器1中。换热后的再生催化剂的温度为655℃，换热后的再生催化剂与松动气一起进入反应器2中。
换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器2的反应段22接触，进行催化裂化反应。反应的条件为：提升管出口温度为502℃，提升管出口压力为160千帕(表)，总重量空速为50小时-1，剂油比为6.5∶1。其中在预提升段21通入有雾化蒸汽作为预提升介质，雾化蒸汽与烃油的重量比为0.05∶1。
裂化产物和待生催化剂进入沉降器4，并在此分离，经管线41去后续产收集到裂化产物，待生催化剂进入汽提器23，经汽提脱除夹带油气的待生剂通过待生催化剂输送管线33经待生滑阀34进入再生器7进行烧焦。烧焦的条件包括：再生器中部烧焦温度为705℃，空气的流量为每千克待生催化剂每小时100升。
再生催化剂由再生催化剂输送管线31经再生滑阀32，经过一段预提升段1后，进入换热器8，重复进行上述操作。
分析收集到的裂化产物，结果如表3所示。
实施例3
该实施例用于说明本发明提供的烃油裂化方法。
如图3所示，温度为160℃的烃油进入换热器1的换热器管道11中，与来自再生器的温度为685℃的再生催化剂进行换热，在换热过程中通入松动气，松动气的流量为每千克再生催化剂每小时60升。其中换热器管道11为如图4所示的双层套管，传热介质为水蒸气，水蒸气与烃油的重量比为1.2：1。换热后的烃油的温度为255℃，通过雾化喷嘴24进入反应器1中。换热后的再生催化剂的温度为635℃，换热后的再生催化剂与松动气一起进入反应器2中。
换热后的再生催化剂与换热后的烃油在反应器2的反应段22接触，进行催化裂化反应。反应的条件为：提升管出口温度为498℃，提升管出口压力为160千帕(表)，总重量空速为40小时-1，剂油比为6.0∶1。其中在预提升段21通入有雾化蒸汽作为预提升介质，雾化蒸汽与烃油的重量比为0.05∶1。
裂化产物和待生催化剂进入沉降器4，并在此分离，经管线41去后续产收集到裂化产物，待生催化剂进入汽提器23，经汽提脱除夹带油气的待生剂通过待生催化剂输送管线33经待生滑阀34进入再生器7进行烧焦。烧焦的条件包括：再生器中部烧焦温度为708℃，空气的流量为每千克待生催化剂每小时100升。
再生催化剂由再生催化剂输送管线31经再生滑阀32直接进入换热器8，重复进行上述操作。
分析收集到的裂化产物，结果如表3所示。
对比例1
该对比例用于说明现有技术的烃油裂化方法。
按照与实施例1相同的方法进行催化裂化，不同的是，在换热过程中没有通入松动气，并且换热器的换热器管道为常规的单层管道，烃油通过管壁与高温的再生催化剂进行换热。
分析收集到的裂化产物，结果如表3所示。
表1
| 化学组成，重量％ | |
| 氧化铝 | 47 |
| 氧化钠 | 0.35 |
| Re2O3 | 1.65 |
| 堆积密度，千克/米3 | 820 |
| 孔体积，毫升/克 | 0.22 |
| 比表面积，米2/克 | 280 |
| 筛分组成，重量％ | |
| 0-40微米 | 6.7 |
| 40-80微米 | 49.1 |
| >80微米 | 44.2 |
| 金属含量，微克/克 | |
| Ni | 4500 |
| V | 2800 |
| Na | 2000 |
| Fe | 5600 |
| Sb | 1200 |
表2
| 分析项目 | |
| 密度(20℃)，克/立方厘米 | 0.8916 |
| 粘度(80℃)，毫米2/秒 | 9.629 |
| 粘度(100℃)，毫米2/秒 | 6.312 |
| 凝固点，℃ | 47 |
| 苯胺点，℃ | 93.5 |
| 酸值，毫克KOH/克 | 0.81 |
| 碱性氮，微克/克 | 404 |
| 硫含量 | 2.0 |
| 残炭，％ | 404 |
| 饱和烃，％ | 63.6 |
| 芳烃，％ | 29.2 |
| 胶质，％ | 7.2 |
| 沥青质，％ | 0.0 |
| 熘程，℃ | |
| 初馏点 | 288 |
| 5％ | 343 |
| 10％ | 365 |
| 30％ | 416 |
| 50％ | 442 |
| 70％ | 466 |
| 90％ | 518 |
表3
| 产品分布，重量％ | 实施例1 | 对比例1 | 实施例2 | 实施例3 |
| 干气 | 4.34 | 4.76 | 4.18 | 4.10 |
| LPG | 18.86 | 18.24 | 20.71 | 21.23 |
| 汽油 | 38.02 | 38.41 | 37.04 | 36.86 |
| 柴油 | 18.53 | 18.14 | 18.46 | 17.94 |
| 油浆 | 10.8 | 10.46 | 10.34 | 10.69 |
| 焦炭 | 9.45 | 9.99 | 9.27 | 9.18 |
| 汽油中的硫含量，％ | 0.15 | 0.18 | 0.14 | 0.12 |
从表3所示的结果可以看出，在相同的反应条件下，对比例1得到的裂化产物中干气和焦炭的含量分别为4.76重量％和9.99重量％，而实施例1得到的裂化产物中干气和焦炭的含量分别为4.34重量％和9.45重量％，对比例1得到的裂化产物中液化气、汽油和柴油的总含量即液体收率为74.79重量％，而实施例1得到的裂化产物中液化气、汽油和柴油的总含量为75.41重量％，与对比例1相比，实施例1得到的裂化产物中干气和焦炭的含量均明显降低，液化气、汽油和柴油的总含量明显增加，说明本发明提供的裂化方法在换热过程中通入松动气有利于使再生催化剂在提升管预提升段和换热器中有效地保持稳定的流化状态，使再生催化剂与烃油充分地接触，从而可以改善裂化产物的产品分布。而且，实施例1在换热过程中通入含有氢气的松动气，使实施例1得到的汽油中的硫含量比对比例1降低了16.7％。
实施例2和3得到的裂化产物中干气含量分别为4.18重量％和4.10重量％，焦炭含量分别为9.27重量％和9.18重量％，液化气、汽油和柴油的总含量分别为76.21重量％和76.03重量％，因此，与对比例1相比，实施例2和3得到的裂化产物中干气和焦炭的含量也均明显降低，液化气、汽油和柴油的总含量也明显增加。
Claims (13)
1.一种烃油裂化方法，该方法包括在裂化条件下，将烃油与裂化催化剂在反应器(2)中接触，得到裂化产物和待生催化剂；将裂化产物和待生催化剂分离，待生催化剂在再生器(3)中再生，得到再生催化剂；将至少一部分再生催化剂与至少一部分烃油在换热器(1)中换热，然后将含有该换热后的烃油的烃油与含有该换热后的再生催化剂的裂化催化剂在反应器(2)中接触，其特征在于，在换热过程中，向再生催化剂中通入松动气，该松动气选自水蒸汽、氮气、二氧化碳、一氧化碳、氢气、干气中的一种或几种。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述松动气为干气。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，松动气的流量为每千克再生催化剂每小时10-100升。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，全部再生催化剂与全部烃油在换热器中进行换热；换热前的烃油温度为50-200℃，换热后的烃油温度为150-450℃；换热前的再生催化剂温度为600-780℃，换热后的再生催化剂温度为500-700℃。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，换热器(1)为管壳式换热器，管壳式换热器包括换热器管道(11)和换热器壳体，换热器管道(11)位于换热器壳体中，烃油进入换热器(1)的换热器管道(11)，再生催化剂和松动气进入换热器(8)的换热器壳体与换热器管道(11)之间的空间中。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，反应器(2)为提升管反应器，该提升管反应器包括预提升段(21)和反应段(22)；换热器(1)为管壳式换热器，管壳式换热器包括换热器管道(11)和换热器壳体，换热器管道(11)位于换热器壳体中；换热器(1)安装在反应器(2)的预提升段(21)，预提升段(21)与换热器壳体和换热器管道(11)之间的空间相通。
7.根据权利要求5或6所述的方法，其中，换热器管道(11)为双层套管，双层套管包括内管(13)和外管(14)，外管(14)内包括传热介质，烃油进入内管(13)。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，传热介质的温度为100-500℃，传热介质与烃油的重量比为0.1∶1至5∶1。
9.根据权利要求5或6所述的方法，其中，换热器管道(11)为双层套管，双层套管包括内管(13)和外管(14)，外管(14)的一端封闭，并且在外管(14)的封闭端，内管(13)和外管(14)相通。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，反应器(2)为提升管反应器，该提升管反应器包括预提升段(21)和反应段(22)，在预提升段(21)通入预提升介质，预提升介质与烃油的重量比为0.01∶1至0.15∶1，预提升段(21)和反应段(22)的温度分别为600-750℃、500-650℃；提升管出口压力为80-450千帕；总重量空速为10-120小时-1；剂油重量比为2∶1至15∶1。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，使待生催化剂再生的方法为在含氧气体存在下对待生催化剂进行烧焦，烧焦的条件包括温度为550-800℃；含氧气体的流量为每千克待生催化剂每小时60-400升；含氧气体的停留时间为0.5-20分钟。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烃油为常压渣油、减压渣油、常压蜡油、减压蜡油、直馏蜡油、焦化蜡油、加氢裂化尾油、加氢精制油、溶剂脱沥青油中的一种或几种。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂化催化剂为含有分子筛的裂化催化剂。
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| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102212389A (zh) * | 2010-04-02 | 2011-10-12 | 中国石油化工集团公司 | 一种催化裂化方法及其装置 |
| US9428698B2 (en) | 2012-11-07 | 2016-08-30 | Baozhen Shi | Method and apparatus for controlling catalyst in reaction zones and purifying and cooling regenerated catalyst |
| US10465125B2 (en) | 2014-10-09 | 2019-11-05 | Baozhen Shi | Regeneration method for catalytic cracking reaction |
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