專利名稱：一種利用催化裂化再生煙氣制氫的方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及石油烴的催化裂化過程和蒸汽制氫過程，更具體地說，是一種利用催化裂化再生煙氣制備氫氣的方法。
背景技術(shù)：
世界范圍內(nèi)原油重質(zhì)化、劣質(zhì)化的發(fā)展趨勢(shì)以及有關(guān)環(huán)保法規(guī)的日益嚴(yán)格，給石油加工行業(yè)提出了許多新問題。例如，原料油中硫、氮、鎳、釩等有害元素的含量較高，需要進(jìn)行加氫預(yù)處理；原料油的氫碳比較低，為了提高汽、柴油等高價(jià)值產(chǎn)品地收率，必須進(jìn)行加氫處理；原料的劣質(zhì)化必然會(huì)影響到產(chǎn)品的性質(zhì)，為了改善汽、柴油的品質(zhì)，不得不進(jìn)行加氫精制。因此，加氫過程已成為一種必不可少的二次加工手段，它在煉油企業(yè)中起著非常重要的作用。但是，“如何獲得足夠量的廉價(jià)氫源？”是困擾煉油企業(yè)的一個(gè)難題。雖然催化重整過程能副產(chǎn)高純度的氫氣，但這部分氫氣量已遠(yuǎn)遠(yuǎn)不能滿足加氫工藝的需求?，F(xiàn)有技術(shù)還提供了甲烷蒸汽裂解制氫、重油制氫、煤制氫等多種其它的制氫方法，但這些方法所生產(chǎn)的氫氣成本較高，在整個(gè)加氫成本中占有相當(dāng)大的比例(參見表1)，這無疑會(huì)影響整個(gè)加氫過程的經(jīng)濟(jì)效益。因此，在發(fā)展加氫工藝的同時(shí)注重氫氣，特別是廉價(jià)氫氣的來源是一件很有意義的事情。
表1
USP5,362,380披露了一種催化裂化制氫方法。該方法是使待生催化劑首先在不存在氧的情況下與水蒸汽在537～649℃下反應(yīng)足夠長的時(shí)間，以生成含有氫氣、二氧化碳、一氧化碳、甲烷的氣體物流，同時(shí)使待生催化劑上的碳含量降至0.3～0.8重％；分離上述氣體物流和催化劑，氣體物流冷卻后進(jìn)一步分離為含有90～97v％氫氣的富氫物流，催化劑與含氧氣體接觸、再生，再生后的催化劑循環(huán)使用。采用該方法制氫，水蒸汽與待生催化劑的接觸時(shí)間長、反應(yīng)速率慢，不僅會(huì)影響該方法的經(jīng)濟(jì)性，還會(huì)加速催化劑的水熱老化，使催化劑的活性和壽命受到影響。
在催化裂化過程中，不管是單段再生，還是兩段再生，再生煙氣中都含有CO氣體。CO在再生煙氣中的濃度一般為7v％左右。這部分CO氣體會(huì)形成尾燃，釋放大量的反應(yīng)熱，并使再生器局部過熱、催化劑失活加劇。減少尾燃的最簡(jiǎn)單的辦法就是控制煙氣中氧氣的含量。不過，這種做法是以犧牲燒焦速率或燒焦強(qiáng)度為代價(jià)的。尾燃得到控制后，還需要解決煙氣排放問題。CO隨煙氣排入大氣，不僅會(huì)對(duì)環(huán)境帶來不良影響，而且造成CO化學(xué)能的損失。為此，煉油企業(yè)曾應(yīng)用造價(jià)和操作費(fèi)用都很昂貴的CO燃燒鍋爐，Amoco還發(fā)明了UltraCat再生技術(shù)以完全燃燒CO。1974年Mobil開始應(yīng)用鉑CO助燃劑。助燃劑效果令人滿意，但成本較高。迫于環(huán)保要求和工藝需要，時(shí)至今日國內(nèi)大部分廠家還在使用CO助燃劑。因此，再生煙氣中CO的問題一直沒有得到妥善解決。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于提供一種新的利用催化裂化再生煙氣制備氫氣的方法，以便使再生煙氣中的CO得到有效的利用。
本發(fā)明提供的利用催化裂化再生煙氣制備氫氣的方法包括以下步驟
(1).烴油原料與催化裂化催化劑在反應(yīng)器內(nèi)接觸，并在催化裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行反應(yīng)；
(2).分離反應(yīng)油氣和反應(yīng)后積炭的催化劑，油氣送入后續(xù)分離系統(tǒng)，積炭的催化劑經(jīng)汽提后送至第一再生器；
(3).在第一再生器中，積炭的催化劑與含氧氣體在500～660℃、空床氣速0.2～0.8m/s的條件下接觸6～25秒后，再生煙氣送至后續(xù)制氫過程；
(4).分離來自步驟(3)的再生煙氣中的CO，使CO與水蒸汽進(jìn)行變換反應(yīng)，并從所生成的氣體產(chǎn)品中分離氫氣；
(5).來自步驟(3)的半再生催化劑進(jìn)入第二再生器，與含氧氣體接觸，并在常規(guī)的催化裂化再生條件下進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用。
與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的有益效果主要體現(xiàn)在以下幾方面
首先，由于本發(fā)明所述步驟(3)的再生過程是在500～660℃下進(jìn)行的，該溫度明顯低于常規(guī)的催化裂化再生溫度，其反應(yīng)速度適中，有利于提高再生煙氣中CO的含量，為后續(xù)制氫過程提供充足的原料。由于本發(fā)明在第一再生器中使焦炭與含氧氣體盡可能多的生成CO，可以使催化裂化過程中過剩的熱量以化學(xué)能的形式儲(chǔ)存在CO物流中，因而可以減輕催化裂化取熱器的操作負(fù)荷，或使其在不設(shè)置取熱設(shè)備的情況下進(jìn)行操作。這樣既降低了催化裂化裝置的操作費(fèi)用，又解決了煙氣中CO污染環(huán)境的問題，同時(shí)還可以為煉廠提供大量的廉價(jià)氫氣。
其次，與現(xiàn)有的催化裂化制氫技術(shù)相比，本反應(yīng)的反應(yīng)速率較大，燒焦強(qiáng)度在52.4kgcoke/(tcat*h)以上，因而，步驟(3)所需的反應(yīng)時(shí)間短、所需的反應(yīng)容器的體積與常規(guī)再生器相當(dāng)。這些特點(diǎn)使得本發(fā)明提供的方法更加易于在工業(yè)裝置上實(shí)施。
第三，本發(fā)明通過對(duì)常規(guī)催化裂化再生過程的再生操作進(jìn)行調(diào)整，使得第一再生器所生成的再生煙氣富含CO，并將其作為后續(xù)再生過程的原料，使其與蒸汽進(jìn)行變換反應(yīng)以制取氫氣。由于在該制氫過程中，水蒸汽不直接與催化劑接觸，因而該過程不會(huì)對(duì)催化劑的水熱穩(wěn)定性造成不良影響，其特點(diǎn)是現(xiàn)有技術(shù)所不能比擬的。


圖1是本發(fā)明提供方法的流程示意圖。
如圖1所示，霧化蒸汽3和烴油原料2從提升管反應(yīng)器27的底部注入，與來自管線5的再生劑接觸并反應(yīng)，油劑混合物經(jīng)提升管反應(yīng)器進(jìn)入分離器28中，反應(yīng)油氣與積炭的催化劑分離，油氣經(jīng)管線4送至后續(xù)分餾系統(tǒng)，進(jìn)一步分離為各種產(chǎn)品。積炭的催化劑經(jīng)水蒸汽1汽提后，經(jīng)輸送管6進(jìn)入第一再生器29。含氧氣體，例如空氣，經(jīng)管線7由第一再生器的底部注入，與積炭的催化劑接觸并使其得到部分再生，富含CO的再生煙氣經(jīng)管線8送入后續(xù)制氫過程，半再生劑經(jīng)管線10進(jìn)入第二再生器30。含氧氣體，例如空氣，經(jīng)管線9由第二再生器的底部注入，與半再生劑接觸并在常規(guī)的催化裂化再生條件下使其得到完全再生。再生煙氣經(jīng)管線11送至后續(xù)熱能回收系統(tǒng)，經(jīng)處理后排入大氣。再生劑經(jīng)管線5送往提升管反應(yīng)器循環(huán)使用。
來自第一再生器的再生煙氣含有CO、CO2、N2和少量O2、SOx、NOx等，其溫度在500℃到600℃之間。這股再生煙氣首先進(jìn)入一級(jí)換熱器14，與由管線12注入的低溫蒸汽間接換熱，生成的過熱蒸汽經(jīng)管線13送出。而溫度降至260～350℃左右的再生煙氣經(jīng)管線26進(jìn)入二級(jí)換熱器15，其所攜帶的熱量供主含CO的氣體物流19升溫。經(jīng)二級(jí)換熱器后，再生氣體的溫度降至100℃以下，再經(jīng)三級(jí)水冷換熱器23，使再生煙氣的溫度降至60℃以下后，通過管線25送入變壓吸附單元16。變壓吸附可用雙塔或多塔間歇操作，所生成的廢氣經(jīng)管線17放空。脫附氣體經(jīng)管線18送至堿洗單元31，用堿液洗去脫附氣體中的SOx、NOx和少量CO2，使脫附氣體成為主含CO的氣體物流19。該氣體物流經(jīng)二級(jí)換熱器升溫至180～230℃后，與蒸汽21混合，并一起進(jìn)入變換爐24完成變換反應(yīng)。所生成的氣體產(chǎn)物22經(jīng)脫碳(CO2)后形成最終產(chǎn)品—?dú)錃狻?br> 具體實(shí)施例方式
本發(fā)明提供的方法是這樣具體實(shí)施的
(1).預(yù)熱后的烴油原料注入催化裂化反應(yīng)器中，與來自再生器的高溫再生催化劑接觸并反應(yīng)，反應(yīng)溫度為460℃～580℃，反應(yīng)時(shí)間為0.8～5秒，催化劑與烴油原料的重量比為4～12∶1，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.02～0.20∶1，反應(yīng)壓力為130～450kPa；
(2).分離反應(yīng)后的油氣和積炭的催化劑，油氣送入后續(xù)分離系統(tǒng)，進(jìn)一步分離為各種產(chǎn)品，而積炭的催化劑經(jīng)水蒸汽汽提后送至第一再生器；
(3).在第一再生器中，積炭的催化劑與含氧氣體在500～660℃、110～450kPa、空床氣速0.2～0.8m/s的條件下接觸、進(jìn)行不完全再生，優(yōu)選的再生條件為500～560℃、110～350kPa、空床氣速0.3～0.6m/s，再生氣體的停留時(shí)間為2～25秒，優(yōu)選10～20秒，所生成的再生煙氣送至后續(xù)制氫過程；
(4).采用變壓吸附法分離來自步驟(3)的再生煙氣中的CO，然后利用減壓脫附法或蒸汽吹掃脫附法得到純度較高的CO，例如，CO的純度可以達(dá)到70v％以上，使CO與水蒸汽進(jìn)行變換反應(yīng)，并從所生成的氣體產(chǎn)品中分離氫氣；
(5).來自步驟(3)的半再生催化劑進(jìn)入第二再生器，與含氧氣體接觸，并在常規(guī)的催化裂化再生條件下進(jìn)行再生，例如，再生溫度為650～750℃，再生壓力為130～450kPa，再生時(shí)間為2～5min，再生后的催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用。
下面進(jìn)一步說明本發(fā)明提供的方法。
本發(fā)明所適用的烴油原料為常規(guī)的催化裂化原料油，它可選自常壓蠟油、常壓渣油、減壓蠟油、減壓渣油、焦化蠟油、脫瀝青油、加氫裂化尾油或其它二次加工餾份油中的一種或一種以上的混合物。
本發(fā)明提供的方法可用于任何型式的催化裂化裝置，例如，提升管催化裂化裝置、流化床催化裂化裝置、采用下行式反應(yīng)器的催化裂化裝置等。該方法尤其適用于兩段再生的催化裂化裝置，且對(duì)第一再生器和第二再生器的具體布置方式?jīng)]有要求。它們既可以是垂直布置的，也可以是水平布置的；既可以是一再在上、二再在下，也可以是二再在上、一再在下。一再和二再的煙氣最好采用兩條獨(dú)立的流程，各自單獨(dú)處理。
本發(fā)明所適用的催化劑可以是任何適用于催化裂化過程的固體酸催化劑，其活性組分可選自催化裂化催化劑常用的多種沸石，例如，X型沸石、Y型沸石、絲光沸石、β沸石以及它們經(jīng)離子交換或各種物化方法處理后得到的改性產(chǎn)物，如USY、REY、REHY、HZSM-5、RE-ZSM-5等。
本發(fā)明所述的含氧氣體可以是空氣，也可以是含氧20～30v％的混合氣體，例如，二氧化碳與氧氣的混合氣體。如果采用二氧化碳與氧氣的混合氣體作為本發(fā)明第一再生器中的再生介質(zhì)，則可采用熱鉀堿法、低溫甲醇洗、壓縮冷凝法等先分離二氧化碳，剩余氣體則是高CO含量的氣體。將該氣體升溫到300℃左右與一定比例水蒸汽混合后進(jìn)入變換爐進(jìn)行反應(yīng)，從反應(yīng)產(chǎn)物中即可分離出目的產(chǎn)品—?dú)錃狻?br> 渣油催化裂化過程的反應(yīng)溫度一般為480～530℃，待生劑經(jīng)汽提后溫降不大，所以待生劑可直接與含氧氣體接觸反應(yīng)。由動(dòng)力學(xué)反應(yīng)速率可知，在只考慮溫度的情況下，530℃時(shí)焦炭與氧的反應(yīng)速率僅為680℃時(shí)的1/28，說明較低溫度下反應(yīng)放熱速率將大大降低，這有助于再生溫度的控制，消除“飛溫”。
待生催化劑經(jīng)過第一再生器后，可除去0～45％的焦炭，半再生催化劑由輸送管直接送入第二再生器，在常規(guī)的催化裂化再生條件下進(jìn)行再生，例如，再生溫度高于700℃，實(shí)現(xiàn)對(duì)催化劑的完全再生。
來自第一再生器的再生煙氣經(jīng)換熱器冷卻到60℃以下進(jìn)行變壓吸附，變壓吸附法只吸附煙氣中含量在6～14V％的CO氣體，剩余的氣體直接或經(jīng)進(jìn)一步脫除SOX和NOX后排入大氣。我國已有CO變壓吸附技術(shù)(CN86102838B)，若得以應(yīng)用則分離成本較低。
本發(fā)明步驟(4)所述的變換反應(yīng)可在兩段或兩段以上的固定催化劑床層中進(jìn)行，且所采用的變換催化劑選自Fe-Cr系中溫變換催化劑、Cu-Zn系低溫變換催化劑以及Co-Mo系耐硫變換催化劑中的一種、兩種或三種。耐硫變換催化劑在國內(nèi)被普遍采用，該催化劑在CO含量較低的情況下進(jìn)行操作，對(duì)硫含量不加限制。脫附氣體主要是CO，應(yīng)依據(jù)溫升與轉(zhuǎn)化率的關(guān)系，適當(dāng)安排各段床層的高度，采用多段變換方式進(jìn)行變換反應(yīng)，以避免床層溫升過高，影響變換催化劑的壽命。
以年加工量140萬噸的RFCCU為例，如果再生時(shí)煙氣中的CO含量為6.15％，CO2/CO＝1.2，則在劑油比保持不變的情況下使過剩熱能(3697.9×104Kcal/h)以化學(xué)能形式儲(chǔ)存在CO的物流里，將CO分離出來后利用水蒸汽變換技術(shù)，可生產(chǎn)出等摩爾的氫氣，流率約9367.5噸/年，這部分氫氣流能保證年加工量180萬噸的汽油加氫精制(氫耗0.5％)裝置的氫氣供應(yīng)，或可保證年加工量30萬噸的加氫裂化(氫耗3％)裝置的工藝用氫。
下面的實(shí)施例將對(duì)本發(fā)明提供的方法予以進(jìn)一步的說明，但并不因此而限制本發(fā)明。
實(shí)施例1
本實(shí)施例說明在本發(fā)明步驟(3)所述的條件下對(duì)待生催化劑進(jìn)行不完全再生，可使再生煙氣中CO的濃度大幅度提高。
在Φ內(nèi)22的小型固定流化床裝置上，采用GVR-1工業(yè)待生劑(由齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)生產(chǎn))進(jìn)行試驗(yàn)，該劑的碳含量為1.2重％。試驗(yàn)步驟入下將80克上述待生劑裝入小型固定流化床反應(yīng)器中，并在530℃、0.12MPa、床層空速0.2m/s、再生氣體停留時(shí)間為2.8秒的條件下，對(duì)待生劑進(jìn)行不完全再生；收集再生煙氣，并分析其組成。試驗(yàn)結(jié)果見表2。
對(duì)比例1
在小型固定流化床裝置上，采用與實(shí)施例1相同的催化劑，在常規(guī)的催化裂化再生條件下對(duì)GVR-1工業(yè)待生劑進(jìn)行再生。試驗(yàn)步驟入下將80克上述待生劑裝入小型固定流化床反應(yīng)器中，并在700℃、0.12Mpa、床層空速0.2m/s、再生氣體停留時(shí)間為2.8秒的條件下，對(duì)待生劑進(jìn)行不完全再生；收集再生煙氣，并分析其組成。試驗(yàn)結(jié)果見表2。
由表2可以看出，實(shí)施例1的CO濃度為5.15v％，而對(duì)比例1的CO濃度為3.56v％。所以，采用本發(fā)明步驟(3)所述的再生條件可使再生煙氣中CO的濃度大幅度提高，為后續(xù)制氫過程提供大量的原料氣。
另外，需要特別說明的是由于試驗(yàn)條件的限制，實(shí)施例1和對(duì)比例1中再生氣體在反應(yīng)器內(nèi)的停留時(shí)間均比較短，再生煙氣中CO的濃度也相對(duì)較低。當(dāng)本發(fā)明提供的方法應(yīng)用于工業(yè)裝置時(shí)，再生煙氣的停留時(shí)間約為10秒左右，其CO含量可達(dá)到14v％左右。
表2
實(shí)施例2
本實(shí)施例說明在本發(fā)明步驟(3)所述的條件下對(duì)待生催化劑進(jìn)行不完全再生，可使再生煙氣中CO的濃度大幅度提高。
在Φ內(nèi)50的小型固定流化床裝置上，采用GVR-1工業(yè)待生劑(由齊魯石化公司催化劑廠工業(yè)生產(chǎn))進(jìn)行試驗(yàn)，該劑的碳含量為1.2重％。試驗(yàn)步驟入下將1500克上述待生劑裝入小型固定流化床反應(yīng)器中，并在660℃、0.12Mpa、床層空速0.3m/s、再生氣體停留時(shí)間為5秒的條件下，對(duì)待生劑進(jìn)行不完全再生；收集再生煙氣，并分析其組成。試驗(yàn)結(jié)果見表3。
對(duì)比例2
在Φ內(nèi)50的小型固定流化床裝置上，采用與實(shí)施例1相同的催化劑，在常規(guī)的催化裂化再生條件下對(duì)GVR-1工業(yè)待生劑進(jìn)行再生。試驗(yàn)步驟入下將1500克上述待生劑裝入小型固定流化床反應(yīng)器中，并在660℃、0.12Mpa、床層空速0.3m/s、再生氣體停留時(shí)間為2.8秒的條件下，對(duì)待生劑進(jìn)行不完全再生；收集再生煙氣，并分析其組成。試驗(yàn)結(jié)果見表3。
表3
實(shí)施例3
本實(shí)施例說明本發(fā)明提供的方法在工業(yè)裝置上的實(shí)施結(jié)果。
在一套處理量為80萬t/a的催化裂化裝置上進(jìn)行試驗(yàn)。試驗(yàn)所用GVR-1催化劑的主要物化性質(zhì)見表4，原料油為大慶常壓渣油，其性質(zhì)見表5。如圖1所示，霧化蒸汽3和原料2從提升管反應(yīng)器27的底部注入，與來自管線5的再生劑接觸并反應(yīng)，油劑混合物經(jīng)提升管反應(yīng)器進(jìn)入分離器28中，反應(yīng)油氣與積炭的催化劑分離，油氣經(jīng)管線4送至后續(xù)分餾系統(tǒng)，進(jìn)一步分離為各種產(chǎn)品。積炭的催化劑經(jīng)水蒸汽1汽提后，經(jīng)輸送管6進(jìn)入第一再生器29。壓縮空氣經(jīng)管線7由第一再生器的底部注入，與積炭的催化劑接觸并在下列條件下對(duì)其進(jìn)行部分再生530℃、0.12Mpa、床層空速0.4m/s、再生氣體停留時(shí)間為10秒。含CO12v％的再生煙氣經(jīng)管線8送入后續(xù)制氫過程，半再生劑經(jīng)管線10進(jìn)入第二再生器30。壓縮空氣經(jīng)管線9由第二再生器的底部注入，與半再生劑接觸并在下列條件下對(duì)其進(jìn)行完全再生720℃、0.12Mpa、床層空速0.8m/s、再生氣體停留時(shí)間為9秒。再生煙氣經(jīng)管線11送至后續(xù)熱能回收系統(tǒng)，經(jīng)處理后排入大氣。再生劑經(jīng)管線5送往提升管反應(yīng)器循環(huán)使用。
來自第一再生器的再生煙氣含有CO、CO2、N2和少量O2、SOx、NOx等，其溫度為550℃左右。這股再生煙氣首先進(jìn)入一級(jí)換熱器14，與由管線12注入的低溫蒸汽間接換熱，生成的過熱蒸汽經(jīng)管線13送出。而溫度降至300℃左右的再生煙氣經(jīng)管線26進(jìn)入二級(jí)換熱器15，其所攜帶的熱量供主含CO的氣體物流19升溫。經(jīng)二級(jí)換熱器后，再生氣體的溫度降至100℃以下，再經(jīng)三級(jí)水冷換熱器23，使再生煙氣的溫度降至60℃以下后，通過管線25送入變壓吸附單元16。變壓吸附采用雙塔或多塔間歇操作，所生成的廢氣經(jīng)管線17放空。脫附氣體經(jīng)管線18送至堿洗過程，用堿液洗去脫附氣體中的SOx、NOx和少量CO2，使脫附氣體成為主含CO(70v％以上)的氣體物流19。該氣體物流經(jīng)二級(jí)換熱器升溫至200℃左右后，與蒸汽21混合，并一起進(jìn)入變換爐24完成變換反應(yīng)。所生成的氣體產(chǎn)物22經(jīng)脫碳(CO2)后形成最終產(chǎn)品—?dú)錃?。氫氣流率可達(dá)0.345噸/小時(shí)或2480噸/年。
表4
表權(quán)利要求
1、一種利用催化裂化再生煙氣制氫的方法，包括以下步驟
(1).烴油原料與催化裂化催化劑在反應(yīng)器內(nèi)接觸，并在催化裂化反應(yīng)條件下進(jìn)行反應(yīng)；
(2).分離反應(yīng)油氣和反應(yīng)后積炭的催化劑，油氣送入后續(xù)分離系統(tǒng)，積炭的催化劑經(jīng)汽提后送至第一再生器；
(3).在第一再生器中，積炭的催化劑與含氧氣體在500～660℃、空床氣速0.2～0.8m/s的條件下接觸2～25秒后，再生煙氣送至后續(xù)制氫過程；
(4).分離來自步驟(3)的再生煙氣中的CO，使CO與水蒸汽進(jìn)行變換反應(yīng)，并從所生成的氣體產(chǎn)品中分離氫氣；
(5).來自步驟(3)的半再生催化劑進(jìn)入第二再生器，與含氧氣體接觸，并在常規(guī)的催化裂化再生條件下進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用。
2、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述步驟(1)中烴油原料的反應(yīng)條件為反應(yīng)溫度460℃～580℃，反應(yīng)時(shí)間0.8～5秒，催化劑與烴油原料的重量比為4～12∶1，水蒸汽與烴油原料的重量比為0.02～0.20∶1，反應(yīng)壓力為130～450kPa。
3、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述步驟(3)中積炭的催化劑與含氧氣體在500～560℃、空床氣速0.3～0.6m/s、床層壓力110～450kPa的條件下接觸、進(jìn)行不完全再生，再生氣體的停留時(shí)間為10～20秒。
4、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的烴油原料選自常壓蠟油、常壓渣油、減壓蠟油、減壓渣油、焦化蠟油、脫瀝青油、加氫裂化尾油或其它二次加工餾份油中的一種或一種以上的混合物。
5、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述催化劑的活性組份選自X型沸石、Y型沸石、絲光沸石、β沸石以及它們經(jīng)離子交換或各種物化方法處理后得到的改性產(chǎn)物。
6、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于該方法適用于兩段再生的催化裂化裝置。
7、按照權(quán)利要求6的方法，其特征在于在所述的兩段再生催化裂化裝置中，第一再生器和第二再生器既可以是相互垂直地布置，也可以水平布置。
8、按照權(quán)利要求6或7的方法，其特征在于在所述的兩段再生催化裂化裝置中，第一再生器和第二再生器的煙氣采用兩條流程，各自單獨(dú)處理。
9、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于所述的含氧氣體可以是空氣，也可以是氧氣含量為20～30v％的二氧化碳和氧氣的混合氣體。
10、按照權(quán)利要求1的方法，其特征在于步驟(4)中所述的變換反應(yīng)是在兩段或兩段以上的固定催化劑床層中進(jìn)行的，且所采用的變換催化劑選自Fe-Cr系中溫變換催化劑、Cu-Zn系低溫變換催化劑以及Co-Mo系耐硫變換催化劑中的一種、兩種或三種。
全文摘要
一種利用催化裂化再生煙氣制氫的方法主要包括以下步驟(1).烴油原料與催化裂化催化劑接觸并反應(yīng)；(2).分離反應(yīng)油氣和積炭的催化劑，油氣送入后續(xù)分離系統(tǒng)，積炭的催化劑經(jīng)汽提后送至第一再生器；(3).在第一再生器中，積炭的催化劑與含氧氣體在500～660℃、空床氣速0.2～0.8m/s的條件下接觸2～25秒后，再生煙氣送至后續(xù)制氫過程；(4).分離來自步驟(3)的再生煙氣中的CO，使CO與水蒸汽進(jìn)行變換反應(yīng)，并從所生成的氣體產(chǎn)品中分離氫氣；(5).來自步驟(3)的半再生催化劑進(jìn)入第二再生器，與含氧氣體接觸，并在常規(guī)的催化裂化再生條件下進(jìn)行再生，再生后的催化劑返回反應(yīng)器循環(huán)使用。該方法不僅可使再生煙氣中的CO得到合理利用，還可使FCC裝置的熱量過剩問題得到緩解。
文檔編號(hào)C01B3/26GK1400159SQ01123770
公開日2003年3月5日 申請(qǐng)日期2001年7月31日 優(yōu)先權(quán)日2001年7月31日
發(fā)明者吳治國, 張久順, 汪燮卿 申請(qǐng)人:中國石油化工股份有限公司, 中國石油化工股份有限公司石油化工科學(xué)研究院