专利摘要

本发明涉及一种重油串并联多区催化裂化的方法及装置。本发明提供的上述方法和装置，通过将催化裂化反应器分为相互串联的上、下反应区，下反应区通过采用一个垂直套管结构，又分为相互并联的两个反应区，让优质催化原料进入内管反应区，而劣质催化原料进入内管与外管之间的环形反应区，并且不同反应区域采用各自优化的工艺条件，还可通过增设催化剂冷却器来降低剂油接触温差、实现大剂油比，提高反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质催化原料与优质催化原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题。

说明书

技术领域

本发明涉及一种提高重油催化裂化反应效率的方法和装置，尤其涉及一种重油串并联多区催化裂化的方法和装置，属于石油加工技术领域。

背景技术

催化裂化工艺是重质油轻质化的主要手段，是液化石油气、汽油、柴油等轻质油品的重要生产过程。传统的催化裂化原料主要是减压馏分油，由于对轻质油需求的不断增长以及原油价格的提高，利用催化裂化技术加工重质原料油如常压重油、减压渣油及脱沥青残渣油以提高经济效益已经成为炼油企业的重要选择。

目前，对于重质原料油的加工，除了残炭值和重金属含量(尤其是钒含量)特别低的石蜡基减压(例如大庆减压渣油)可以直接进入催化裂化装置加工以外(大庆减压渣油催化裂化技术；吴秀章，杨宝康；石油炼制与化工；2001，32(8)：6-10；燕化减压渣油催化裂化装置再生系统改造的几项关键技术措施；宋以常，凌逸群，梁凤印；石油炼制与化工；2002，33(5)：20-23)，绝大部分的渣油都是部分掺入减压馏分油中进入催化裂化装置加工，而掺入的比例受到渣油中残炭值、重金属及氢含量的严格限制，这也严重限制了利用催化裂化装置直接加工渣油的能力。

近年来，催化裂化原料重质化日趋严重，其密度、残炭值和胶质、沥青质含量逐渐增高，导致反应过程中干气和焦炭产率上升，目的产品收率和质量下降。为了解决加工劣质重油所带来的一系列问题，强化重油催化裂化反应过程，一些新型重油催化裂化技术脱颖而出。例如，ZL00134054.9针对重油催化裂化提升管反应器中催化剂在反应后半程严重失活、油气在反应器中停留时间过长的弊端，提出了两段提升管反应器催化裂化工艺技术。该工艺用两段提升管反应器取代原来的单一提升管反应器，构成两路催化剂循环：新鲜原料进入第一段提升管反应器与再生催化剂接触反应；循环油进入第二段提升管反应器与再生催化剂接触反应，通过控制两段提升管不同的操作条件，实现了催化剂接力、分段反应、短反应时间和大剂油比操作。该技术在一定程度上可以控制反应器中不需要的过裂化反应和热裂化反应，达到改善产品分布、提高产品质量的目的。但是，该技术忽略了重质原料油中各组分性质差别大、反应步调不一致的特性，由于采用短反应时间，即使在剂油比提高的反应环境中，一部分重组分依然转化不充分，从而造成该技术加工性质差的原料时，催化裂化装置焦炭产率高、沉降器结焦严重。

ZL 01134268.4提出一种采用双路进剂套管式反应器的催化裂化方法，该专利的技术方案是通过采用套管式反应器，将常规催化裂化原料和轻质油分别从内管以及内管与外管之间的环形空间中，分别与再生剂接触，反应，反应物流在汇合管的入口处汇合，并经汇合管进入气固快速分离设备中，使油气与反应后积碳的催化剂相分离。该专利中将常规催化裂化原料作为一个“整体”进料，忽略了仍然存在的各组分性质差别大、反应步调不一致特性的特点。

WO9955801提出了一种石油烃非线性进料方法。该方法是将馏分油和劣质重油分别由不同的喷嘴注入同一提升管中，或分别注入同一提升管的轴向划分的不同反应区，或分别注入不同的提升管。但是不同性质的石油烃分别注入同一提升管的轴向分布的不同反应区时，注入提升管下部反应区的石油烃的反应苛刻度较高，而注入提升管上部反应区的石油烃反应苛刻度较低，因而总的反应转化率和产品选择性会受到一定程度的影响，难以保证非线性进料的实施效果。另外该专利中所述的优、劣质重油没有按照其反应特性、残炭值进行详细区分。

此外，为了适应重油原料沸点高、残炭值高和重金属含量高的特点，国内外从优化原料雾化、再生器内外取热、提升管出口快速分离、重金属钝化及催化剂预提升等方面开发了一系列重油催化裂化成套技术，例如Kellogg的HOC工艺(重质石油烃利用技术-重质烃气化-裂解集成工艺的模拟研究；温浩，许志宏，王韶锋，赵月红；过程工程学报，2008，8(4)：682-689)、UOP的RCC工艺(US4332673)、洛阳石化工程公司的ROCC-V工艺(ZL95210840.2)等，这些专利技术大都是通过优化反应-再生装备及催化剂以强化重油催化裂化反应过程，虽然都取得了较好的效果，但是这些技术都是将各种重油原料作为一个“整体”来进料，没有充分考虑宽沸程的重油原料中不同组分裂化性能存在较大的差异。

对于重油催化裂化过程，原料的化学组成是其反应性能的决定性因素。而重油催化裂化原料的化学组成随其流程范围变化而变化，一种含有大量催化裂化装置易于处理组分的馏分，对于不同的产地和基属，馏程范围存在差异，但是绝大多数存在于小于500℃的馏分中。这部分馏分氢含量高，含有大量的饱和分和芳香分，残炭值低于2.0wt％，这些都是在催化裂化反应条件下易于转化的组分，因此，这部分馏分可以称为优质催化原料。而另外一种馏分含有大量的多环芳烃乃至稠环芳烃、重金属和胶质、沥青质，这部分馏分绝大多数存在于大于500℃的催化裂化原料馏分中，残炭值远高于2.0wt％，由于这部分馏分在常规重油催化裂化反应条件下难以转化，因此这部分馏分可以称为劣质催化原料。对于优质或劣质催化原料来讲，馏程范围及化学结构和组成的较大差异决定了它们反应性能存在较大差异。然而，目前的重油催化裂化技术并没有对其进料的馏分组成及其反应性能进行区分，都是将其混合在一起进入催化裂化装置，并在同一个反应器内和相同工艺条件下进行转化，并没有根据优质与劣质催化原料两者的反应性能差异分别采取优化措施，这就造成了原料性质与反应环境之间的不匹配，影响了重油催化裂化反应过程的转化效率。

对于重油催化裂化反应，原料中各种烃类、非烃类化合物在催化剂表面的吸附和裂化能力存在很大区别，具体表现在稠环的非烃类化合物、稠环芳烃及稠环环烷烃吸附能力强而反应速率低，而带有较长侧链的单环芳烃及大分子异构烷烃、环烷烃吸附能力弱而反应速率高，这就造成了不同烃类之间的竞争吸附和对反应的阻滞作用。吸附能力强而反应速率低的稠环非烃类化合物、稠环芳烃一旦首先占据催化剂表面，它们反应速率慢，不易脱附，甚至缩合成为焦炭覆盖在催化剂表面，造成催化剂失活，这就严重影响了其它易于裂化烃类的反应效率。而对于重油催化裂化装置的优质原料，其中含有大量的在催化裂化反应条件下易于转化的组分，如果这部分原料与含有大量非烃类化合物、稠环芳烃的劣质原料一同进料反应，势必在同一反应区内发生恶性吸附竞争和对反应的阻滞作用，结果会影响整个原料的反应转化。

另一方面，劣质原料中大量的稠环非烃类化合物、稠环芳烃及胶质沥青质反应速率低，需要较长的反应时间才能达到理想的转化深度。常规提升管反应器的反应时间控制在3s左右，对于易转化的优质催化原料部分来说，这一反应时间是合适的，但对于劣质催化原料部分来说，这一反应时间远远不够，造成大量非转化彻底的重组分吸附在待生剂上被带入汽提段，这些重组分一部分被汽提出来进入沉降器后容易冷凝下来，造成沉降器结焦，另一部分被带入再生器内像焦炭一样烧掉(“对重油催化裂化反应历程的若干再认识——“新型多区协控重油催化裂化技术MZCC”的提出”；高金森，徐春明，卢春喜，毛羽；炼油技术与工程；2006，36(12)：1-6；)，也严重地降低了重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。

重油催化裂化反应过程是典型的气-液-固多相吸热反应过程，再生催化剂携带充分的热量与原料油接触，促进重油大分子的汽化并进一步发生裂化反应，其中油、剂之间快速充分的接触、混合可以有效促进两者之间的物质和能量传递，这对于提高重油催化反应转化效率至关重要。但是，对于目前的重油催化裂化装置，由于再生催化剂的温度过高(高达690-710℃)，提升管反应器进料段剂油接触温差高达450-500℃，热裂化副反应大量增加，从而使产品分布变差-特别是干气产率和焦炭产率增加；同时，剂油比只能控制在较小的范围内(一般为原料油进料量的5-7倍)，导致提升管反应器内催化剂整体活性不足，也加剧了热裂化副反应的发生。如此高的剂油接触温差对于残炭小于2％的优质原料来说将更加不合适。

发明内容

本发明所解决的主要技术问题在于，针对目前炼厂催化裂化原料日益劣质化问题，提供一种对重油进行串并联多区催化裂化的方法及装置，针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，按馏程进行分级，然后在各自反应区内，分别设定不同的催化裂化反应条件，显著提高轻质油收率及液收率，尤其是提高了劣质催化原料的转化效率。

为达到上述目的，本发明首先提供了一种重油串并联多区催化裂化的方法，该方法包括：

将重油原料分为优质催化原料和劣质催化原料，其中，所述优质催化原料的残炭值小于2.0wt％，所述劣质催化原料的残炭值大于2.0wt％。

在再生器旁设置组合反应器(例如垂直套管式扩径提升管加输送床的组合反应器)，该组合反应器的上部形成上反应区，其下部设置一垂直套管式扩径提升管形成下反应区，该垂直套管式扩径提升管的内管中形成内管反应区(内管区域)，其内管与外管之间形成环形反应区(环形区域)；

使来自再生器的一股催化剂(再生催化剂)在提升气体的作用下，由下反应区的底部进入内管反应区，与优质催化原料在内管反应区中接触，并发生催化裂化反应，反应后的油气与催化剂进入下反应区的顶部；

使来自再生器的另一股催化剂(再生催化剂)进入环形反应区，在提升介质的流化提升作用下与劣质催化原料在环形反应区中接触，并发生催化裂化反应，反应后的油气与催化剂进入下反应区的顶部；

来自内管反应区的油气与催化剂和来自环形反应区的油气与催化剂在下反应区的顶部混合后，通过上反应区并在油气与催化剂分离后引出反应系统，分离后的催化剂经再生器烧焦再生而循环使用。

本发明提供的重油串并联多区催化裂化的方法，根据重油催化裂化原料存在反应特性的差异，先对原料按馏程进行分级，然后分别进入催化裂化反应系统中的不同反应区内进行转化，即在一个催化裂化反应系统中设置相互串联的上、下反应区，同时将下反应区分成并联的内外两个反应区，分别对分级后的优质催化原料(轻原料油)和劣质催化原料(重原料油)设定可行的反应条件。

优质催化原料氢含量高，含有大量的饱和馏分和芳香馏分，在催化裂化反应条件下易于转化的特点，本发明采用垂直套管式扩径提升管的内管之中的内管区域作为这部分原料的反应区。在本发明提供的上述方法中，优选地，下反应区的内管反应区的反应条件为：优质催化原料的预热温度为100-300℃，剂油比(进入内管反应区的催化剂与优质催化原料之比)为5-10，反应时间为2.0-3.0s；

劣质催化原料含有大量的多环芳烃、稠环芳烃、重金属和胶质沥青质，其中含有的多环烃类或非烃类化合物吸附能力强而反应速率慢的特点，本发明采用了垂直套管式扩径提升管的内管和外管之间的环形区域作为这部分原料的反应区，通过设置扩径段形成的垂直套管式扩径提升管达到延长油气停留时间的效果，并且利于增加催化剂床层密度以提高油气与催化剂的接触几率。在本发明提供的上述方法中，优选地，下反应区的环形反应区的反应条件为：劣质催化原料的预热温度为150-300℃，剂油比(进入环形反应区的催化剂与劣质催化原料之比)为5-10，反应时间为2.0-10.0s，反应温度为450-550℃，床层线速度为0.2-6m/s，优选为0.5-4.5m/s。

本发明提供的是一种串并联多区催化裂化反应方法，所限定的各种反应条件分别是优质催化原料在下反应区的内管反应区中的反应条件(包括剂油比、反应时间等)，以及劣质催化原料在下反应区的环形反应区中的反应条件(包括剂油比、反应时间等)。实际反应中，完成下反应区的反应之后，优质催化原料、劣质催化原料以及催化剂进入上反应区仍会发生反应，因此，在整个反应过程中，优质催化原料和劣质催化原料的实际反应的剂油比要比上面所限定的剂油比大，同时反应时间也更长。

在本发明提供的上述方法中，优选地，进入内管反应区的催化剂(再生催化剂)的温度和/或进入环形反应区的催化剂(再生催化剂)的温度为680-710℃。

在本发明提供的上述方法中，优选地，对于所述组合反应器，其下部设置的垂直套管式扩径提升管占整个组合反应器总高度的5-30％。

来自再生器的催化剂(再生催化剂)可以直接进入各个反应区，与各种催化原料进行催化裂化反应。在本发明提供的上述方法中，优选地，设置至少一个再生催化剂冷却器，对来自再生器的催化剂(再生催化剂)的温度先按照下述方法进行处理：使催化剂(再生催化剂)先被冷却到580-670℃再进入所述组合反应器的下反应区的内管反应区。

在本发明提供的上述方法中，优选地，可以设置至少一个再生催化剂冷却器，对来自再生器的催化剂(再生催化剂)的温度先按照下述方法进行处理：使催化剂(再生催化剂)先被冷却到620-670℃再进入组合反应器的下反应区的环形反应区。

在本发明提供的上述方法中，优选地，也可以设置至少两个再生催化剂冷却器，同时对进入内管反应区和环形反应区的催化剂(再生催化剂)进行处理，处理方法与上述的方法相同。

在本发明提供的上述方法中，优选地，对于劣质催化原料的环形反应区，可以在环形反应区的中部或上部注入急冷剂，以控制该反应区内的反应温度，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量为劣质催化原料量的1-10wt％。

在本发明提供的上述方法中，优选地，对于在下反应区完成反应完成并混合进入上反应区的油气和催化剂，可以在其通过上反应区之后利用油气分离机构实现反应油气与催化剂的分离。

本发明所定义的“优质催化原料”和“劣质催化原料”，是指炼油厂通过蒸馏或溶剂萃取方法，将通常作为催化裂化进料的沸程大于350℃的重油分离而得到的性质、组成截然不同的两部分，对于馏程较低、残炭值小于2.0wt％的部分，作为“优质催化原料”，对于馏程范围较高、残炭值大于2.0wt％的部分，作为“劣质催化原料”。

炼油厂中，最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围在350-500℃的减压蜡油，残炭值远小于2.0wt％，如大庆原油的减压蜡油残炭值为0.12wt％，辽河原油的减压蜡油的残炭值为0.75wt％；最具代表性的“优质催化原料”就是沸点范围大于500℃的减压渣油，残炭值远高于2.0wt％，如大庆原油减压渣油的残炭值为9.0wt％，辽河原油的减压渣油的残炭值为17.5wt％。

诚然，在不同的常减压装置中，随着操作条件的不同，减压蜡油拔出深度也不同，减压蜡油和减压渣油的切割点将在500-600℃之间变化。如果控制减压蜡油的残炭值在2.0wt％以下，这一切割点越高，优质催化原料的量就会越大，越有利于提高重油催化裂化过程的轻质油收率和液收率。这正是本发明提供的重油分级分区催化裂化方法将重油原料根据反应特性的差异，按其残炭值进行分级的内涵。本发明是通过对原料油的馏分切割提供优质和劣质催化原料，划分的依据是馏分的残炭值，理论上讲，残炭值恰在2.0wt％的情况应该很少，此时馏分的划分结果可以根据具体情况决定，但从工业生产上综合考虑，残炭值为2.0wt％的馏分属于优质催化原料。

在本发明提供的上述方法中，优质催化原料、劣质催化原料分别在下反应区的内管反应区、环形反应区中与催化剂进行接触、反应，然后经过混合再进入上反应区，在上反应区中继续进行反应。采用这种方式，可以避免性质差别很大的原料相互干扰，使劣质催化原料发生初步反应，使其性质改善后进一步与优质催化原料一起反应，可以显著提高反应效率，并增加目的产品的产量。

本发明还提供了一种能够实现上述的重油串并联多区催化裂化的方法的装置，该装置至少包括催化剂再生器和组合反应器，其中：

所述组合反应器为垂直套管式扩径提升管加输送床的组合反应器，其上部为输送床，下部为垂直套管式扩径提升管，该垂直套管式扩径提升管具有内管和外管，其内管中形成内管区域，内管与外管之间形成环形区域；

所述催化剂再生器至少设置二个催化剂输送管，分别与所述内管区域的底部、所述环形区域的底部连通，且各催化剂输送管中均设置用于控制再生催化剂流量的滑阀；组合反应器的出口端与催化剂再生器中的油气分离器连通。

在本发明提供的上述装置中，优选地，该装置还可以包括至少一个再生催化剂冷却器，其设置方式包括下述之一或其组合：

该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生器与所述内管区域之间的催化剂输送管中；

该再生催化剂冷却器串接于催化剂再生器与所述环形区域之间的催化剂输送管中。

在本发明提供的上述装置中，优选地，垂直套管式扩径提升管的内管与外管的管径之比为1∶1.1-10。

本发明提供的上述重油串并联多区催化裂化的方法和装置，通过将催化裂化反应装置分成上、下两个串联的反应区，同时将下反应区分成内、外两个并联的反应区，在不同的反应区对切割分级后的原料油采用各自优化的工艺条件进行催化裂化反应，有效避免了常规催化裂化提升管反应器内劣质催化原料与优质催化原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也能够克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率，一定程度上解决炼厂催化裂化原料日益劣质化问题。

本发明方法适用所有类型的催化裂化催化剂。本发明所采用的催化裂化反应装置中各具体设备，例如催化剂再生器、提升管反应器、垂直套管式扩径提升管加输送床组合反应器、催化剂冷却器等，均为石油加工领域的常用设备，按照本发明工艺要求进行适当改造和组装即可投入使用，利于工业化实施。

附图说明

图1为本发明实施例1的工艺流程及装置示意图；

图2为本发明实施例2的工艺流程及装置示意图；

图3为本发明实施例3的工艺流程及装置示意图。

具体实施方式

为了对本发明的技术特征、目的和有益效果有更加清楚的理解，现参照说明书附图对本发明的技术方案进行以下详细说明，但不能理解为对本发明的可实施范围的限定。

实施例1

参见图1所示的工艺流程以及装置示意图，在重油催化裂化反应装置的催化剂再生器4旁设置一组合反应器1，该组合反应器1为垂直套管式扩径提升管加输送床组合反应器，其上部为输送床，形成上反应区23，下部为垂直套管式扩径提升管，形成下反应区，该垂直套管式扩径提升管具有内管和外管，内管与外管的管径之比为1∶(1.1-10)，其中，内管中形成内管区域，即内管反应区21，内管与外管之间形成环形区域，即环形反应区22，上述垂直套管式扩径提升管占整个组合反应器总高度的5-30％；

催化剂再生器4中的一部分高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管6和再生催化剂滑阀7进入组合反应器1的下反应区中的内管反应区21内，并在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料油15(对原料油事先进行蒸馏切割，馏程范围的最高点小于580℃，且残炭值小于1.5wt％的原料油，以下实施例相同)接触混合、反应；下反应区中的内管反应区21的工艺条件为：优质催化原料的预热温度为100-300℃，进入组合反应器前再生催化剂的温度为680-710℃，剂油比(进入内管反应区的催化剂与优质催化原料之比)5-10，反应时间为2.0-3.0s，反应后的油气与催化剂进入下反应区的顶部，与来自环形反应区22的油气与催化剂混合后，经一变径管道进入上反应区23的底部；

催化剂再生器4中的另一股高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀9进入提升管下反应区的内管与外管之间的环形反应区22内，由提升介质通过一个环形分布器在其内部进行流化提升，并与劣质催化原料14(对原料油事先进行蒸馏切割，馏程范围高于580℃的分级原料油，以下实施例相同)接触混合，反应；下反应区中的环形反应区22工艺条件为：劣质催化原料的预热温度为150-300℃，进入组合反应器前再生催化剂的温度为680-710℃，剂油比(进入环形反应区的催化剂与劣质催化原料之比)为5-10，反应时间为2.0-10.0s，反应温度为450-550℃，床层线速度为0.5-4.5m/s；为了控制反应温度，在下反应区中的环形反应区22的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量为劣质催化原料量的1-10wt％；反应后的油剂与内管反应区的油剂在下反应区的顶部与来自内管反应区的油气和催化剂混合之后，经一变径管道进入上反应区23的底部，通过反应区23进入油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。

实施例2

参见图2所示的工艺流程以及装置示意图，其是在实施例1中的催化剂再生器4旁再设置一再生催化剂冷却器60，该再生催化剂冷却器设置再生器4的出口与滑阀7之间；

催化剂再生器4中的一部分高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器60，冷却介质由入口61通入，并经出口62流出，将进入该冷却器60的再生催化剂的温度由680-710℃降低至580-670℃，冷却后的催化剂经再生斜管71(实际就是滑阀7与内管上的入口之间的输送管，业内也将其称为斜管，以下实施例相同)和再生催化剂滑阀7进入垂直套管式扩径提升管的内管反应区21内，并在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料15接触混合、反应；下反应区中的内管反应区21的工艺条件为：优质催化原料的预热温度为100-300℃，进入组合反应器前再生催化剂的温度为580-670℃，剂油比为7-10，反应时间为2.0-3.0s，反应后的油气与催化剂进入下反应区的顶部，与来自环形反应区22的油气与催化剂混合后，经一变径管道进入上反应区23的底部；

催化剂再生器4中的另一股高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管8和再生催化剂滑阀9进入提升管下反应区的内管与外管之间的环形反应区22内，由提升介质通过一个环形分布器在其内部进行流化提升，并与劣质催化原料14接触混合，反应；下反应区中的环形反应区22工艺条件为：劣质催化原料的预热温度为150-300℃，进入组合反应器前再生催化剂的温度为680-710℃，剂油比为5-10，反应时间为2.0-10.0s，反应温度为450-550℃，床层线速度为0.5-4.5m/s；为了控制反应温度，在下反应区中的环形反应区22的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量为劣质催化原料量的1-10wt％；反应后的油剂与内管反应区的油剂在下反应区的顶部与来自内管反应区的油气和催化剂混合之后，经一变径管道进入上反应区23的底部，通过反应区23进入油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。

实施例3

参见图3所示的工艺流程以及装置示意图，其是在实施例1中的催化剂再生器4旁再设置两个再生催化剂冷却器60和80，或者是在实施例2中的催化剂再生器4旁再设置一个再生催化剂冷却器80；

催化剂再生器4中的一部分高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管70进入再生剂冷却器60，冷却介质由入口61通入，并经出口62流出，将进入该冷却器60的催化剂(再生催化剂)的温度由680-710℃降低至580-670℃，冷却后的催化剂经再生斜管71和再生催化剂滑阀7进入垂直套管式扩径提升管的内管反应区21内，并在提升气体16的提升作用下向上流动与优质催化原料15接触混合、反应；下反应区中的内管反应区21的工艺条件为：优质催化原料的预热温度为100-300℃，进入组合反应器前再生催化剂温度为580-670℃，剂油比为7-10，反应时间为2.0-3.0s，反应后的油气与催化剂进入下反应区的顶部，与来自环形反应区22的油气与催化剂混合后，经一变径管道进入上反应区23的底部；

催化剂再生器4中另一股高温催化剂(高温再生催化剂)通过催化剂输送管90进入再生剂冷却器80，冷却介质由入口81通入，并经出口82流出，将进入该冷却器80的再生催化剂的温度由680-710℃降低至620-670℃，冷却后的催化剂经再生斜管91和再生催化剂滑阀9进入提升管下反应区中的内管与外管之间环形区反应区22内，由提升介质通过一个环形分布器在其内部进行流化提升，并与劣质催化原料14接触混合，反应；下反应区的环形反应区22的工艺条件为：劣质催化原料的预热温度控制为150-300℃，进入组合反应器前再生催化剂的温度为620-670℃，剂油比为5-7，反应时间为2.0-10.0s，反应温度为450-550℃，床层线速度为0.5-4.5m/s；为了控制反应温度，在下反应区中的环形反应区22的中上部注入急冷剂19，该急冷剂包括水、回炼油、汽油、柴油、污油或其混合物，注入量为劣质催化原料量的1-10wt％；反应后的油剂与内管反应区的油剂在下反应区的顶部与来自内管反应区的油气和催化剂混合之后，经一变径管道进入上反应区23的底部，通过反应区23进入油气分离系统11、沉降器10和顶旋13分离后油气引出催化裂化反应系统，而催化剂进入汽提段5汽提，后经过催化剂输送管18进入再生器4进行烧焦再生。

本实施例提供的上述装置中，也可以是在实施例1中的催化剂再生器4旁再设置一个再生催化剂冷却器，使该再生催化剂冷却器的入口通过两根输送管分别与催化剂再生器两股催化剂的出口相连通，同时使该再生催化剂冷却器的出口分别与垂直套管式扩径提升器相应的入口相连通，利用一个再生催化剂冷却器实现对两股催化剂的冷却。

本发明针对重油催化裂化原料存在反应特性的差异，提出了一种按其馏程进行分级，然后分别进入催化裂化装置反应器系统中不同反应区内进行转化的方法。该发明针对不同性质原料进行催化裂化反应需要不同的能量及催化环境，其优点在于，通过将催化裂化反应器分为相互串联的上、下两个反应区，其中，下反应区通过采用一个垂直套管结构，又将其分为相互并联的内、外两个独立反应区，让优质催化原料进入内管反应区，而劣质催化原料进入内管与外管之间的环形反应区，实现为不同性质原料的裂化反应提供独立的反应区域，并且不同反应区域采用各自优化的工艺条件，此外还可以通过增设催化剂冷却器来降低剂油接触温差、实现大剂油比，从而提高了反应器系统内催化剂的整体活性，降低热裂化副反应发生的程度，从而有效避免常规催化裂化提升管反应器内劣质催化原料与优质催化原料间发生恶性吸附竞争及对反应产生阻滞作用，同时也克服了原料的劣质部分在常规提升管反应器内反应深度不足的问题，显著提高轻质油及液收率。

实例

为验证本发明的效果，采用实施例3提供的装置和工艺流程，在某炼油厂的100万吨/年重油催化裂化装置上进行工业试验，试验结果列于表1。

采用该发明后，对原来的催化原料进行分馏切割分别得到优质催化原料和劣质催化原料(性质见表1)，将优质催化原料和劣质催化原料分别进入各自的催化裂化反应区进行反应，各自采用的优化反应条件如表2所示，同常规重油催化裂化相比较，采用该实施例的技术方案可以使轻质油收率(以汽油+柴油计)提高1.8个百分点，液收率提高2.2个百分点(以液化气+汽油+柴油计)，干气和焦炭产率明显降低。详细产品分布可见表3。

表1重油原料性质

表2主要工艺条件

注：总反应时间为原料油在湍动床或快速床和输送床中的反应时间之和；

总剂油比为在输送床中的剂油比。

表3主要产品分布

最后需要说明的是，以上实施例仅用于说明本发明的技术方案而非限制，尽管参照较佳实施例对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明的技术方案进行修改或者等同替换，而未脱离本发明技术方案的精神和范围。

一种重油串并联多区催化裂化的方法和装置专利购买费用说明

Q：办理专利转让的流程及所需资料

A：专利权人变更需要办理著录项目变更手续，有代理机构的，变更手续应当由代理机构办理。

1：专利变更应当使用专利局统一制作的“著录项目变更申报书”提出。

2：按规定缴纳著录项目变更手续费。

3：同时提交相关证明文件原件。

4：专利权转移的，变更后的专利权人委托新专利代理机构的，应当提交变更后的全体专利申请人签字或者盖章的委托书。

Q:专利著录项目变更费用如何缴交

A：（1）直接到国家知识产权局受理大厅收费窗口缴纳,（2）通过代办处缴纳，（3）通过邮局或者银行汇款,更多缴纳方式

Q：专利转让变更，多久能出结果

A：著录项目变更请求书递交后，一般1-2个月左右就会收到通知，国家知识产权局会下达《转让手续合格通知书》。