CN1184283C - 一种采用套管式反应器的催化裂化方法 - Google Patents

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CN1184283C CNB011414774A CN01141477A CN1184283C CN 1184283 C CN1184283 C CN 1184283C CN B011414774 A CNB011414774 A CN B011414774A CN 01141477 A CN01141477 A CN 01141477A CN 1184283 C CN1184283 C CN 1184283C
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Abstract

一种采用套管式反应器的催化裂化方法包括以下步骤:(1)催化剂经催化剂入口管进入套管式反应器的底部,并在预提升介质的作用下向上流动,部分催化剂流入内管,而其余部分的催化剂进入内管与外管之间的环形反应空间,并在预提升介质的作用下继续向上流动;(2)烃油原料注入该反应器的内管以及内管与外管之间的环形空间中,与催化剂接触、反应,反应物流沿器壁继续向上流动;(3)内管以及内管与外管之间的环形空间中的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,使反应油气与反应后积炭的催化剂相分离;(4)反应油气送入后续分离***,进一步分离为各种产品,而反应后的催化剂经汽提、再生后,返回反应器循环使用。

Description

一种采用套管式反应器的催化裂化方法
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化裂化方法,更具体地说,是一种采用套管式反应器进行烃油催化裂化的方法。
背景技术
虽然催化裂化工艺过程已经历了数十年的发展,形成了一套比较完整的技术体系,但炼油工作者仍在进行不懈的研究和探索,希望该工艺过程不仅能够满足日益严格的环保法规的要求,而且能够适应市场需求的变化,为企业创造良好的经济效益。
USP5043522和USP5846403都是对常规催化裂化过程的改进。它们使部分催化汽油由原料油进料喷嘴的上游注入提升管反应器,与高温、高活性的再生催化剂接触、反应,以增产丙烯、丁烯等轻烯烃,同时使汽油的辛烷值得到提高。
CN1279270A披露了一种同时增产液化气和柴油的方法。该方法也是将催化汽油由原料油进料喷嘴的上游注入提升管反应器,使其先与再生催化剂接触、反应。这部分回炼的催化汽油在高温、大剂油比下充***化,生成大量的液化气,同时在催化剂上沉积微量的焦炭,适当降低了催化剂的活性,有利于多产柴油。
USP3894933介绍了一种共用一个沉降器的双提升管反应器的催化裂化方法。该方法是使轻循环油注入一根提升管反应器,与再生催化剂接触、反应,并使其转化率小于30%;反应后的催化剂进入另一根提升管,与新鲜原料和重循环油接触、反应。
CN1069054A提出了一种灵活多效的烃类催化裂化方法。该方法涉及两根独立的提升管反应器以及与提升管相连的两套沉降分离***。在第一根提升管反应器中,轻质烃类与再生催化剂在600~700℃、剂油比10~40,反应时间为2~20秒的条件下进行反应,并控制催化剂碳含量为0.1~0.4重%;反应后的催化剂进入另一根提升管中,与重质烃类接触,并在常规的催化裂化反应条件下进行反应。
综上所述,背景技术所公开的同时加工轻质油和重质油的催化转化方法基本上可分为以下两类:(1)采用单提升管反应器、并将轻质油入口设置在重质油入口的上游;(2)采用双提升管反应器,使不同的提升管处理不同的原料。第一类方法的设备改动小,但轻质油的反应条件基本上相对固定的,难以通过操作参数的优化使产品分布和产品性质得到改善。第二类方法克服了第一类方法的不足,每根提升管的操作条件都是可以单独调节,使不同的原料油在各自适宜的条件下进行反应。但对于第二类方法而言,不管是装置的建设费用还是设备的改造费用都会因此而大幅增加。此外,在实际工业生产过程中,由于流程的复杂化,会使装置的操作难度增加许多。
发明内容
本发明的目的在于:提供一种采用套管式反应器的催化裂化方法,该方法可为不同性质的烃油原料营造适宜的反应条件,并使催化裂化过程的产品分布和产品性质得到改善。
本发明提供的方法包括以下步骤:
(1)催化剂经催化剂入口管进入套管式反应器的底部,并在预提升介质的作用下向上流动,部分催化剂流入内管,而其余部分的催化剂进入内管与外管之间的环形反应空间,并在预提升介质的作用下继续向上流动;
(2)烃油原料注入该反应器的内管以及内管与外管之间的环形空间中,与催化剂接触、反应,反应物流沿器壁继续向上流动;
(3)内管以及内管与外管之间的环形空间中的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,使反应油气与反应后积炭的催化剂相分离;
(4)反应油气送入后续分离***,而反应后的催化剂经汽提、再生后,返回反应器循环使用。
与现有技术相比,本发明的有益效果主要体现在以下方面:
本发明提供的方法设备简单、操作灵活。不仅重质油和轻质油可在同一个反应器中进行反应,而且可根据原料的物化性质、质量流量灵活调整反应条件,从而为改善产品分布、提高产品品质创造了有利条件。
本发明提供的方法可实现多种生产方案的灵活调整,例如,汽油方案、柴油方案、液化气方案等。炼油企业采用该方法可根据市场需求的变化,及时调整产品结构,获得更加显著的经济效益。
此外,利用本发明提供的方法还可以提高产品质量,减轻石油产品对环境所造成的污染。通过试验证明:该方法可降低汽油烯烃含量、提高汽油辛烷值;降低柴油凝点,改善柴油对流动改性剂的感受性,提高柴油安定性;同时,该方法对降低汽、柴油中硫、氮等杂质的含量具有一定的效果。
附图说明
图1是本发明所述的套管式催化裂化反应器的结构示意图。
图2是本发明提供方法的原则流程图。
图3是本发明提供方法的原则流程图。
具体实施方式
本发明所述的套管式反应器的结构如图1所示。该反应器主要包括以下构件:再生剂入口管1、内管2、外管3、汇合管4、预提升分布环5、6和7以及进料喷嘴8和9;其中,内管2与外管3同轴,且内管管心横截面积与内外管环隙横截面积的比值为1∶0.1~10;内管2的下端位于再生剂入口上方,内管长度占该反应器总长度的10~70%;汇合管4的一端与外管3上端相连,而另一端与气固分离设备相连,汇合管4与内管2的横截面积之比为1∶0.2~0.8;预提升分布环5、6和7分别位于该反应器、内管及外管的底部。该反应器已申请实用新型专利,申请号为01258820.2。
在本发明提供的方法中,经催化剂入口管进入套管式反应器的催化剂可以是来自再生器的高温再生剂,也可以是再生剂与待生剂和/或半再生剂的混合物。经催化剂入口管进入套管式反应器的催化剂可经催化剂冷却器降温,也可以利用催化剂混合罐使再生剂与待生剂和/或半再生剂充分混合后,再经催化剂入口管进入套管式反应器。
本发明使用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂,其活性组分可以选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种,也可以是无定型硅铝催化剂。
在本发明提供的方法中,套管式反应器的底部、内管底部以及内管与外管之间的环形反应空间的底部均设有预提升介质。预提升介质采用蒸汽、干气或它们的混合物均可。内管气体表观线速为0.3~6.0m/s,内、外管之间的环形空间的气体表观线速为0.2~8.0m/s。
注入内管及内管与外管之间的环形空间的烃油原料选自:一次加工汽油馏分、二次加工汽油馏分、一次加工柴油馏分、二次加工柴油馏分、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。注入内管的烃油原料优选:直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。注入内管与外管之间的环形空间的烃油原料优选:一次加工汽油馏分、二次加工汽油馏分、一次加工柴油馏分、二次加工柴油馏分中的一种或一种以上的混合物。
烃油原料在内管的反应条件如下:反应温度460~580℃,优选480~550℃;反应压力0.1~0.6MPa,优选0.2~0.4MPa;剂油比3~15,优选4~10;油气在内管的停留时间为1.0~10秒,优选1.5~5.0秒;催化剂与烃油接触前的温度为620~720℃,优选650~700℃;雾化蒸汽1~15重%(占原料),优选2~10重%。
烃油原料在内管与外管之间的环形空间中的反应条件如下:反应温度300~680℃,优选400~600℃;反应压力0.1~0.6MPa,优选0.2~0.4MPa;剂油比2~30,优选4~20;油气的停留时间为0.5~20秒,优选1~15秒;雾化蒸汽1~15重%(占原料),优选1~10重%。烃油原料在内管与外管之间的环形空间中的反应条件可根据烃油原料的性质以及目的产物的要求进一步优化。当以液化气或低碳烯烃作为主要目的产物时,可以采用较为苛刻的反应条件,例如,反应温度530~680℃、剂油比8~30、油气停留时间5~20秒等;当以汽油和/或柴油作为主要目的产物时,则应采取相对缓和的操作条件,例如,反应温度300~540℃、剂油比2~8、油气停留时间1~5秒等。
内管以及内管与外管之间的环形空间内的油剂混合物在汇合管入口处相互混合,反应油气在汇合管内继续反应,反应时间为0.1~3.0秒,反应压力、温度、剂油比等视内管及环形空间的反应条件而定,一般为,反应温度450~600℃、剂油比4~12、反应压力0.1~0.6MPa、水蒸气与烃油原料的重量比为0.01~0.10∶1。
如图2所示,催化剂经催化剂入口管1进入套管式反应器的底部,并在预提升介质的作用下向上流动,部分催化剂流入内管2,而其余部分的催化剂进入内管2与外管3之间的环形反应空间,并在预提升介质的作用下继续向上流动;烃油原料分别经喷嘴8和9注入该反应器的内管以及内管与外管之间的环形空间中,与催化剂接触、反应,反应物流沿器壁继续向上流动;内管以及内管与外管之间的环形空间中的反应物流在汇合管4的入口处汇合,并经汇合管、气固快速分离设备进入沉降器12中,反应油气与反应后积炭的催化剂相分离;反应油气进入后续分离***14,进一步分离为各种产品,而反应后的催化剂落入汽提器13中,在水蒸气的作用下汽提催化剂所携带的反应油气;汽提后的催化剂送入再生器15烧焦再生,再生后的催化剂返回反应器循环使用。
如图3所示,催化剂经催化剂入口管1进入套管式反应器的底部,并在预提升介质的作用下向上流动,部分催化剂流入内管2,而其余部分的催化剂进入内管2与外管3之间的环形反应空间,并在预提升介质的作用下继续向上流动;烃油原料分别经喷嘴8和9注入该反应器的内管以及内管与外管之间的环形空间中,与催化剂接触、反应,反应物流沿器壁继续向上流动;内管以及内管与外管之间的环形空间中的反应物流在汇合管4的入口处汇合,并经汇合管、气固快速分离设备进入沉降器12中,反应油气与反应后积炭的催化剂相分离;反应油气进入后续分离***14,进一步分离为各种产品,而反应后的催化剂落入汽提器13中,在水蒸气的作用下汽提催化剂所携带的反应油气;汽提后的催化剂送入再生器15烧焦再生,再生后的催化剂进入催化剂混合罐16,与待生催化剂和/或半再生催化剂混合,混合后的催化剂返回反应器循环使用。
除上述图2和图3所示外,在本发明提供的方法中,进入反应器的再生催化剂或再生催化剂与待生催化剂和/或半再生催化剂的混合剂可经催化剂冷却器冷却后再进入套管式反应器的底部。
下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明,但本发明并不因此而受到任何限制。
实施例中所用的催化剂是由兰州炼油化工总厂催化剂厂工业生产,商品牌号为LV-23,其主要性质参见表1。实施例中所用烃油原料为大庆VGO掺30重%VR,其性质见表2。实施例中所采用的试验装置为多功能小型提升管催化裂化装置。
                            实施例1
本实施例说明:采用本发明提供的方法,并以轻质油作为主要目的产物时,所得到的试验结果。
主要试验步骤如下:表1所示的原料油和本装置的回炼油混合、经预热炉加热后注入套管式反应器的内管中,与来自再生斜管、并经预提升介质提升的再生催化剂接触、反应。本装置所生产的裂化气注入内管与外管之间的环形反应空间中,与其间的再生剂接触、反应。内管中的油剂混合物以及环形反应空间中的油剂混合物分别沿器壁上行,在汇合管的入口处相互混合、继续反应,并进入沉降器中。在沉降器内反应油气与反应后的催化剂分离,油气经油气管线进入后续分馏***,进一步分离为各种产品。对所生成的产品分别进行计量和分析。待生催化剂经水蒸汽汽提后,送入再生器烧焦再生,再生后的催化剂返回反应器循环使用。
主要操作条件参见表3,产品分布见表4,主要产品性质见表5。由表4和表5可以看出,当以轻质油作为主要目的产物时,本发明可在较低的干气和焦炭产率下,使汽油+柴油的收率达到77.80重%,总液收达到89.96重%。
                            实施例2
本实施例说明:采用本发明提供的方法,并以液化气作为主要目的产物时,所得到的试验结果。
主要试验步骤如下:表1所示的原料油经预热炉加热后注入套管式反应器的内管中,与来自再生斜管、并经预提升介质提升的再生催化剂接触、反应。本装置所生产的小于350℃的轻质油(汽油+柴油)注入内管与外管之间的环形反应空间中,与其间的再生剂接触、反应。内管中的油剂混合物以及环形反应空间中的油剂混合物分别沿器壁上行,在汇合管的入口处相互混合、继续反应,并进入沉降器中。在沉降器内反应油气与反应后的催化剂分离,油气经油气管线进入后续分馏***,进一步分离为各种产品。对所生成的产品分别进行计量和分析。待生催化剂经水蒸汽汽提后,送入再生器烧焦再生,再生后的催化剂返回反应器循环使用。
主要操作条件参见表3,产品分布见表4,主要产品性质见表5。由表4和表5可以看出,当以液化气作为主要目的产物时,本发明可在较低的干气和焦炭产率下,使液化气产率达到29.46重%,总液收达到86.65重%。
                            实施例3
本实施例说明:采用本发明提供的方法,并以汽油作为主要目的产物时,所得到的试验结果。
主要试验步骤如下:表1所示的原料油和本装置的回炼油混合、经预热炉加热后注入套管式反应器的内管中,与来自再生斜管、并经预提升介质提升的再生催化剂接触、反应。焦化汽油原料(密度为0.7316g/cm3、RON=58.8、MON=65.4、烯烃含量为37.49重%)注入内管与外管之间的环形反应空间中,与其间的再生剂接触、反应。内管中的油剂混合物以及环形反应空间中的油剂混合物分别沿器壁上行,在汇合管的入口处相互混合、继续反应,并进入沉降器中。在沉降器内反应油气与反应后的催化剂分离,油气经油气管线进入后续分馏***,进一步分离为各种产品。对所生成的产品分别进行计量和分析。待生催化剂经水蒸汽汽提后,送入再生器烧焦再生,再生后的催化剂返回反应器循环使用。
主要操作条件参见表3,产品分布见表4,主要产品性质见表5。由表4和表5可以看出,当以汽油作为主要目的产物时,本发明可在较低的干气和焦炭产率下,使汽油产率可达到59.49重%,轻质油收率为78.14重%,总液收达到90.00重%,且汽油产品具有较好的品质。
                            实施例4
本实施例说明:采用本发明提供的方法,并以柴油作为主要目的产物时,所得到的试验结果。
主要试验步骤如下:如图3所示,表1所示的原料油和本装置的回炼油混合、经预热炉加热后注入套管式反应器的内管中,与来自催化剂混合罐16的再生剂与待生剂的混合剂接触、反应。焦化柴油原料(密度为0.8520g/cm3、硫含量8225ppm、氮含量5018ppm、十六烷值为47)注入内管与外管之间的环形反应空间中,与其间的催化剂接触、反应。内管中的油剂混合物以及环形反应空间中的油剂混合物分别沿器壁上行,在汇合管的入口处相互混合、继续反应,并进入沉降器中。在沉降器内反应油气与反应后的催化剂分离,油气经油气管线进入后续分馏***,进一步分离为各种产品。对所生成的产品分别进行计量和分析。待生催化剂经水蒸汽汽提后,部分催化剂送入再生器烧焦再生,而其余部分的待生催化剂直接进入催化剂混合罐16,与再生后的催化剂混合,再生催化剂与待生催化剂的混合比例为2∶1,混合剂返回反应器循环使用。
主要操作条件参见表3,产品分布见表4,主要产品性质见表5。由表4和表5可以看出,当以柴油作为主要目的产物时,本发明可在较低的干气和焦炭产率下,使柴油产率达到35.13重%,总液收达到89.93重%。
                            实施例5
本实施例说明:采用本发明提供的方法,并以液化气和柴油作为主要目的产物时,所得到的试验结果。
主要试验步骤如下:表1所示的原料油和本装置的回炼油混合、经预热炉加热后注入套管式反应器的内管中,与来自再生斜管、并经预提升介质提升的再生催化剂接触、反应。本装置所生产的汽油馏分注入内管与外管之间的环形反应空间中,与其间的再生剂接触、反应。内管中的油剂混合物以及环形反应空间中的油剂混合物分别沿器壁上行,在汇合管的入口处相互混合、继续反应,并进入沉降器中。在沉降器内反应油气与反应后的催化剂分离,油气经油气管线进入后续分馏***,进一步分离为各种产品。对所生成的产品分别进行计量和分析。待生催化剂经水蒸汽汽提后,送入再生器烧焦再生,再生后的催化剂返回反应器循环使用。
主要操作条件参见表3,产品分布见表4,主要产品性质见表5。由表4和表5可以看出,当以液化气和柴油作为主要目的产物时,本发明可在较低的干气和焦炭产率下,使液化气产率达到19.08重%,柴油产率达到31.46重%,总液收达到88.80重%。
表1
原料油名称     大庆VGO掺30%VR
密度(20℃),g/cm3折光指数(70℃)运动粘度,mm2/s,80℃100℃凝点,℃苯胺点,℃残炭,重%     0.88811.478431.8818.09>50112.92.7
四组分,重%饱和烃芳烃胶质沥青质 62.125.212.60.1
元素组成,重%CHSNBr,gBr/100g 85.7413.010.130.202.8
金属含量,ppmFeNiCuVNa 2.33.0<0.10.12.6
馏程,℃初馏点5%10%30%50% 339388421473526
特性因数     12.7
表2
    催化剂     LV-23
    化学组成,重%Al2O3Na2ORE2O3 51.20.322.0
    物理性质比表面,m2/g孔体积,ml/g堆积密度,g/cm3磨损指数,%h-1筛分组成,V%0~20μm0~40μm0~80μm0~110μm0~149μm平均粒径,μm 2280.390.701.73.219.268.581.896.366.8
    中型老化条件     800℃/15h/100%水蒸汽
    老化剂微活     61
表3
  试验编号目的产物操作方式 实施例1汽油+柴油回炼操作  实施例2液化气回炼操作 实施例3汽油回炼操作 实施例4柴油回炼操作 实施例5液化气+柴油回炼操作
  内管:原料油新鲜原料量,g/h反应温度,℃剂油比反应时间,s雾化水,重%重油回炼比 新鲜料+回炼油9365105.11.625.70.28 新鲜料11905508.01.586.10 新鲜料+回炼油10475156.21.605.80.15 新鲜料+回炼油8735304.51.505.90.39 新鲜料+回炼油9445205.01.555.70.26
  环形反应空间:原料油轻油量,g/h氢油比(占新鲜原料),重%反应温度,℃剂油比反应时间,s雾化水,重% 裂化气56升/小时7.85706.12.463.5 催化<350℃馏分油14312.062012.21.678.8 焦化汽油15715.06108.01.328.6 焦化柴油13715.75404.91.478.6 催化汽油23625.05807.90.918.7
  汇合管反应温度,℃剂油比反应时间,s水油比,重% 4905.50.604.9 5309.40.648.1 5107.20.516.2 4755.00.536.3 5006.60.416.3
表4
试验编号     实施例1     实施例2     实施例3     实施例4     实施例5
方案 汽油+柴油 液化气 汽油 柴油     液化气+柴油
物料平衡,重%
干气     2.89     3.26     2.79     2.49     3.23
液化气     12.16     29.46     11.86     10.72     19.08
汽油     49.28     40.70     59.49     44.08     38.26
柴油     28.52     16.49     18.65     35.13     31.46
重油     0.00     3.03     0.00     0.00     0.00
焦炭     7.15     7.06     7.21     7.53     7.97
总计     100.00     100.00     100.00     100.00     100.00
转化率,重%     73.48     80.48     81.35     64.87     68.54
轻质油收率*,重%     77.80     57.19     78.14     79.21     69.72
总轻烃液收*,重%     89.96     86.65     90.00     89.93     88.80
*轻质油收率=汽油收率+柴油收率
总轻烃液收=液化气收率+汽油收率+柴油收率
表5
汽油性质密度(20℃)g/cm3实际胶质,mg/100ml硫醇性硫,ppm二烯值,gI2/100g诱导期,minS,ppmN,ppm辛烷值(实测)RONMON烷烃含量,v%烯烃含量,v%芳烃含量,v%     实施例10.72683341.25831344390.178.435.152.312.6     实施例20.73123381.85201424692.982.534.042.623.4     实施例30.72124401.65302346390.278.638.246.515.3     实施例40.72552530.86231585389.278.135.750.713.6     实施例50.73413351.14891524191.379.542.037.820.2
柴油性质密度,g/cm3凝点,℃十六烷值S,m%N,m%初馏点,℃90%馏出,℃ 0.8718-342.40.220.01209325 0.8805-1038.40.270.03212329 0.8732-441.00.300.06211331 0.8679-340.20.310.02203333 0.8709-1042.60.230.02204324

Claims (7)

1、一种采用套管式反应器的催化裂化方法,包括以下步骤:
(1)催化剂经催化剂入口管进入套管式反应器的底部,并在预提升介质的作用下向上流动,部分催化剂流入内管,而其余部分的催化剂进入内管与外管之间的环形反应空间,并在预提升介质的作用下继续向上流动;
(2)烃油原料注入该反应器的内管以及内管与外管之间的环形空间中,与催化剂接触、反应,反应物流沿器壁继续向上流动;
(3)内管以及内管与外管之间的环形空间中的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,使油气与反应后积炭的催化剂相分离;
(4)油气送入后续分离***,而反应后的催化剂经汽提、再生后,返回反应器循环使用;
其中,所述的注入内管的烃油原料选自:直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物;而注入内管与外管之间的环形空间的烃油原料选自:一次加工汽油馏分、二次加工汽油馏分、一次加工柴油馏分、二次加工柴油馏分中的一种或一种以上的混合物;所述的烃油原料在内管的反应条件如下:反应温度460~580℃、反应压力0.1~0.6MPa、剂油比3~15、油气在内管的停留时间为1.0~10秒、催化剂与烃油接触前的温度为620~720℃、雾化蒸汽1~15重%;所述的烃油原料在内管与外管之间的环形空间中的反应条件如下:反应温度300~680℃、反应压力0.1~0.6MPa、剂油比2~30、油气的停留时间为0.5~20秒、雾化蒸汽1~15重%;
所述的反应器主要包括以下构件:催化剂入口管(1)、内管(2)、外管(3)、汇合管(4)、预提升分布环(5、6、7)以及进料喷嘴(8、9);其中,内管(2)与外管(3)同轴,且内管(2)的管心的横截面积与内外管环隙横截面积的比值为1∶0.1~10;内管(2)的下端位于催化剂入口上方,内管长度占该反应器总长度的10~70%;汇合管(4)的一端与外管(3)上端相连,而另一端与气固分离设备相连,汇合管(4)与内管(2)的管心的横截面积之比为1∶0.2~0.8;预提升分布环(5、6、7)分别位于该反应器、内管及内管与外管之间的环形反应空间的底部;
所述内管的气体表观线速为0.3~6.0m/s,内、外管之间的环形空间的气体表观线速为0.2~8.0m/s。
2、按照权利要求1的方法,其特征在于所述的经催化剂入口管进入套管式反应器的催化剂选自:再生剂、再生剂与待生剂和/或半再生剂的混合剂中的一种。
3、按照权利要求1的方法,其特征在于所述的经催化剂入口管进入套管式反应器的催化剂经催化剂冷却器降温。
4、按照权利要求1的方法,其特征在于所述催化剂的活性组分选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种。
5、按照权利要求1的方法,其特征在于所述的烃油原料在内管的反应条件如下:反应温度480~550℃、反应压力0.2~0.4MPa、剂油比4~10、油气在内管的停留时间为1.5~5.0秒、催化剂与烃油接触前的温度为650~700℃、雾化蒸汽2~10重%。
6、按照权利要求1的方法,其特征在于所述的烃油原料在内管与外管之间的环形空间中的反应条件如下:反应温度400~600℃、反应压力0.2~0.4MPa、剂油比4~20、油气的停留时间为1~15秒、雾化蒸汽1~10重%。
7、按照权利要求1的方法,其特征在于所述步骤(3)中反应物流在汇合管中的反应条件为:反应温度450~600℃、反应压力0.1~0.6MPa、反应时间0.1~3.0秒。
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