CN116196848A - 一种原料油和轻烃催化转化的装置和方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种原料油和轻烃催化转化的装置，包括反应系统和催化剂再生器，所述反应系统包括反应器和沉降汽提器，所述沉降汽提器由上至下包括相互连通的沉降稀相区和汽提段，所述沉降稀相区内设有沉降旋风分离器，所述汽提段内部设有气提构件，所述汽提段内所述气提构件的下方设有汽提蒸汽分布器，所述反应器的上部贯穿所述汽提段，且其顶部与所述沉降旋风分离器连通；所述反应器由下至上依次为气化催化剂提升段、轻烃气化段、轻烃催化裂化反应段和原料油反应段，汽提段的底部设有待生催化剂出口。本发明还涉及一种原料油和轻烃催化转化的方法。本发明装置能够实现轻烃和原料油分区裂化、轻烃气化和反应分离，避免气化过程液体热反应导致生焦。

Description

一种原料油和轻烃催化转化的装置和方法
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种原料油和轻烃催化转化的装置和方法，该方法能降低焦炭产率和/或提高烯烃产率。
背景技术
基于市场的需要，汽油、柴油等轻烃往往需要在催化裂化装置进行催化转化，或用于降低汽油烯烃，或产丙烯，或转化成汽油。
由于轻烃直接在原料油提升管预提升段回炼几乎不涉及装置改造，简单方便，便于实施，为此开发了相应的工艺技术，如MGD、CCOC、DCP、TMP等都采用预提升段回炼轻烃方案。
催化转化反应是吸热反应，再生催化剂需要提供两部分热量，一是原料液体气化及升温需要的热量，二是催化转化反应热，前者一般占大部分比例。常规催化裂化及催化裂解反应技术中这两部分热量全部由再生催化剂在原料进口上游即下方提供，原料与催化剂接触气化区成为反应过程温度最高的区。由于催化转化反应是气相反应，液体原料必须气化后才能进行催化转化反应，常规在预提升段回炼轻烃，液体轻烃气化过程是温度最高的环境，液体气化前与再生剂接触形成的高温过程只能进行液体热反应，造成生焦增加。因此，本发明认为限制气化前的反应是非常重要的。
发明内容
基于以上所述，本发明的目的在于提供一种原料油和轻烃催化转化的装置和方法。本发明针对一般轻烃原料的沸点低于360℃，远低于需要的反应温度，不需要在超过反应温度条件下气化的原因，将轻烃气化和反应分离，实现轻烃低温气化，防止气化前液体反应，提高轻烃催化转化的产品选择型。
为此，本发明提供一种原料油和轻烃催化转化的装置，包括反应系统和催化剂再生器，
所述反应系统包括反应器和沉降汽提器，所述沉降汽提器由上至下包括相互连通的沉降稀相区和汽提段，所述沉降稀相区内设有沉降旋风分离器，所述汽提段内部设有气提构件，所述汽提段内所述气提构件的下方设有汽提蒸汽分布器，所述反应器的上部贯穿所述汽提段，且其顶部与所述沉降旋风分离器连通；
所述反应器由下至上依次为气化催化剂提升段、轻烃气化段、轻烃催化裂化反应段和原料油反应段，所述反应器的底部和顶部分别设有气化催化剂提升介质入口和反应器出口，所述气化催化剂提升段的底部设有气化催化剂入口，所述轻烃气化段的底部设有轻烃入口，所述轻烃催化裂化反应段的底部设有第一再生催化剂入口，所述原料油反应段的底部设有原料油入口；
所述汽提段的底部设有待生催化剂出口，所述待生催化剂出口、所述气化催化剂入口和所述第一再生催化剂入口分别与所述催化剂再生器连通。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其中优选的是，所述催化剂再生器包括由上至下相互分隔的再生稀相区和再生区，所述再生器稀相区的顶部设有再生烟气出口，所述再生稀相区内设有再生旋风分离器，所述再生稀相区的下部和所述再生区的下部通过再生催化剂回流管连通，所述再生区的底部设有再生空气入口管。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其中优选的是，所述再生空气入口管上方设有气体分布器。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其中优选的是，所述再生稀相区的下部分别设有气化催化剂出口和第一再生催化剂出口，所述气化催化剂出口通过气化催化剂输送管与所述气化催化剂入口连通，所述第一再生催化剂出口通过第一再生催化剂输送管与所述第一再生催化剂入口连通，所述气化催化剂输送管和所述第一再生催化剂输送管上均设有控制流量的滑阀。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其中优选的是，所述再生催化剂回流管与所述再生稀相区和所述再生区连接处分别为再生催化剂回流出口和再生催化剂回流入口，所述再生催化剂回流入口设置在所述气体分布器的上方。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其中优选的是，所述轻烃气化段、所述轻烃催化裂化反应段和所述原料油反应段分别设置温度测试器。
为此，本发明还提供一种原料油和轻烃催化转化的方法，基于上述的原料油和轻烃催化转化的装置，包括以下步骤：
(1)气化催化剂提升介质由气化催化剂提升介质入口进入气化催化剂提升段，气化催化剂由气化催化剂入口进入气化催化剂提升段，轻烃雾化后由轻烃入口进入轻烃气化段，气化催化剂提升介质输送气化催化剂进入轻烃气化段与轻烃接触实现轻烃气化，然后继续输送催化剂和轻烃向上进入轻烃催化裂化反应段；
(2)第一再生催化剂由第一再生催化剂入口进入轻烃催化裂化反应段，提高反应物流的温度，实现轻烃催化转化反应，所得反应物流进入上方的原料油反应段；
(3)原料油雾化后由原料油入口进入原料油反应段，与步骤(2)所得反应物流接触反应，同时增加第一再生催化剂出口的输出量提高反应区的反应温度，剂油比为5-20，反应所得物流从反应器出口进入沉降旋风分离器进行气固分离；
(4)气固分离出的催化剂进入下方的汽提段，用蒸汽汽提后的待生催化剂送入催化剂再生器，气固分离出的气体产物从反应产物出口流出得到反应产物。
具体的，所述原料油和轻烃催化转化的方法，将液体轻烃反应过程分解成低温气化和反应两个过程，需要的热量分解成两部分，实现轻烃气化的热量由气化催化剂提供；轻烃气化后的气体和催化剂的升温和轻烃催化转化热量由再生催化剂提供。所述气化催化剂可以为再生催化剂或待生催化剂。
具体的，所述轻烃进入反应器先和气化催化剂接触，在低于轻烃反应温度高于沸点温度的缓和条件下进行气化，在轻烃气化后再向反应器内提供再生催化剂，进一步提供反应热和升温热量，使轻烃气体升温后进行催化裂化反应，生产低碳烯烃或汽油产品；由于气化温度远低于反应温度，能够限制气化过程轻烃液体和催化剂接触发生液体热反应，降低液体热反应导致的生焦；
具体的，气化催化剂提升介质或气体从底部进入反应器，气化催化剂从轻烃气化段底部、轻烃入口下方进入轻烃气化段，被气化催化剂提升介质向上输送到轻烃入口，轻烃进入气化段被气化催化剂气化，轻烃气化后的气体、气化催化剂提升介质、气化催化剂一起进一步向上进入轻烃催化裂化反应段反应；完成反应后的物流从进入上方的原料油反应段；再生催化剂在轻烃入口上方进入反应器，提供来自轻烃气化段物流升温及轻烃反应热；
具体的，通过进入反应器的气化催化剂的流量控制气化段的温度；轻烃气化段的气化温度低于轻烃催化转化反应温度且不高于500℃；原料油在轻烃反应段下游从进口进入反应器，在来自轻烃裂化反应段的催化剂和气体环境下进行催化转化；通过滑阀调节再生催化剂的流量实现原料油反应温度或轻烃裂化反应温度的控制，增加再生剂量可以提高反应温度；轻烃和原料油通过进料雾化器或喷嘴在蒸汽作用下雾化成小颗粒进入反应器；
具体的，轻烃和原料油的反应产物从反应器出口进入设在沉降稀相区内的旋风分离器进行气固分离，分离出的催化剂进入下方的催化剂汽提段，用蒸汽汽提后从待生剂输送管进入催化剂再生器；待生催化剂在再生器再生后从再生剂输送管进入反应器。
本发明中所述气化段温度、轻烃裂化段温度、原料油反应温度通常指对应的出口或平衡后的温度。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，所述轻烃为沸点低于380℃的石油烃，进一步优选的，所述轻烃选自轻汽油、石脑油、汽油、直馏柴油、柴油、加氢后的催化裂化柴油中的至少一种。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，所述原料油为催化裂化原料，所述催化裂化原料包括蜡油、常压渣油中的至少一种。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，所述轻烃气化段的反应温度低于500℃，进一步优选为100-350℃，所述轻烃的气化时间不大于0.5秒；进一步优选的，当轻烃的沸点低于204℃时，所述轻烃气化段的温度不高于350℃；当轻烃包括柴油和/或加氢催化柴油时，所述轻烃气化段的温度为380℃-500℃，更进一步优选为400℃-430℃，剂油比为5-10。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，所述轻烃催化裂化反应段采用气力输送形式、提升管形式、快速流化床形式中的至少一种，所述轻烃催化裂化反应段的床层中气体流速为3m/s-18m/s。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，所述轻烃的催化裂化反应时间不大于0.5秒；进一步优选的，所述轻烃催化裂化反应条件为：反应温度620℃-700℃，反应时间0.1秒至0.2秒，剂油比为5-15。
本发明所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其中优选的是，轻烃催化裂化反应段高度H2与反应器10长度比值为1～5：20。
本发明的效果在于：
(1)反应器的底部设立轻烃气化区，强化了气固接触，避免了气固混合不均匀而产生的不利因素，可以减低轻烃反应生焦；
(2)从再生器引入了一部分第一再生催化剂，提高了后续部分的剂油比，增加了后续部分的反应温度，可以提高液化气的产率，提高了丙烯的产率和选择性。
附图说明
图1为本发明的催化转化装置中轻烃催化转化反应器的结构示意图；
图2为本发明的催化转化装置的反应管路走向示意图。
图3为本发明的原料油和轻烃催化转化装置的整体结构示意图。
其中：
10、反应器，11、气化催化剂提升段，12、轻烃气化段，14、轻烃催化裂化反应段，15、第一再生催化剂入口，16、反应器出口，17、原料油反应段，18、气化催化剂入口，21、气化催化剂提升介质入口，22、轻烃入口，24、原料油入口，31、气化催化剂输送管，32、气化催化剂流量控制阀，33、第一再生催化剂输送管，34、第一再生催化剂流量控制阀，41、气化催化剂提升介质，42、轻烃，43、第一再生催化剂，44、原料油，45、汽提蒸汽，46、反应产物，47、催化剂再生空气，48、再生烟气，49、气化催化剂，50、沉降汽提器，51、待生催化剂汽提段，52、沉降稀相区，53、沉降旋风分离器，54、反应产物出口，55、待生催化剂输送管，56、汽提蒸汽分布器，57、待生催化剂流量控制阀或滑阀，60、催化剂再生器，61、再生空气入口管，62、再生催化剂回流管，63、再生旋风分离器，64、再生烟气出口，
H2、轻烃催化裂化反应段高度，TIC、温度指示器。
551、待生催化剂出口，R1、再生稀相区，R2、再生区，R3、分布器，312、气化催化剂出口，332、第一再生催化剂出口，621、再生催化剂回流出口，622再生催化剂回流入口。
具体实施方式
以下对本发明的实施例作详细说明：本实施例在以本发明技术方案为前提下进行实施，给出了详细的实施方式和过程，但本发明的保护范围不限于下述的实施例，下列实施例中未注明具体条件的实验方法，通常按照常规条件。
如图1、图2和图3所示，本发明的原料油和轻烃催化转化的装置，包括反应系统和催化剂再生器60，
反应系统包括反应器10和沉降汽提器50，沉降汽提器50由上至下包括相互连通的沉降稀相区52和待生催化剂汽提段51，沉降稀相区52内设有沉降旋风分离器53，待生催化剂汽提段51内气提构件的下方设有汽提蒸汽分布器56以引入气提蒸汽45，反应器10的上部贯穿待生催化剂汽提段51，且其顶部与沉降旋风分离器53连通；
反应器10由下至上依次为相互连通的气化催化剂提升段11、轻烃气化段12、轻烃催化裂化反应段14(简称轻烃反应段)和原料油反应段17，反应器10的底部和顶部分别设有气化催化剂提升介质入口21和反应器出口16，气化催化剂提升段11的底部设有气化催化剂入口18，轻烃气化段12的底部设有轻烃入口22，轻烃催化裂化反应段14的底部设有第一再生催化剂入口15，原料油反应段17的底部设有原料油入口24以引入原料油44；
待生催化剂汽提段51的底部设有待生催化剂出口551，待生催化剂出口、气化催化剂入口18和第一再生催化剂入口15分别与催化剂再生器60连通。
催化剂再生器60包括由上至下相互分隔的再生稀相区R1和再生区R2，再生稀相区R1的顶部设有再生烟气出口64，再生稀相区R1内设有再生旋风分离器63，再生稀相区R1的下部和再生区R2的下部通过再生催化剂回流管62连通，再生区R2的底部设有再生空气入口管61，再生空气入口管61上方设有气体分布器R3。
再生稀相区R1的下部分别设有气化催化剂出口312和第一再生催化剂出口332，气化催化剂出口312通过气化催化剂输送管31与气化催化剂入口18连通，第一再生催化剂出口332通过第一再生催化剂输送管33与第一再生催化剂入口15连通，气化催化剂输送管31和第一再生催化剂输送管33上分别设有控制流量的滑阀气化催化剂流量控制阀32和第一再生催化剂流量控制阀34。
再生催化剂回流管62与再生稀相区R1和再生区R2连接处分别为再生催化剂回流出口621和再生催化剂回流入口622，再生催化剂回流入口622设置在气体分布器R3的上方。
轻烃气化段12、轻烃催化裂化反应段14和原料油反应段17分别设置有温度指示器TIC。轻烃催化裂化反应段高度H2与反应器10长度比值为1～5：20。
具体实施时，本发明的原料油和轻烃催化转化的方法包括以下步骤：
(1)气化催化剂提升介质41由气化催化剂提升介质入口21进入气化催化剂提升段11，气化催化剂49由气化催化剂入口18进入气化催化剂提升段11，轻烃42雾化后由轻烃入口22进入轻烃气化段12，气化催化剂提升介质41输送气化催化剂49进入轻烃气化段12与轻烃42接触将轻烃气化，轻烃42气化后的气体、气化催化剂提升介质41、气化催化剂49继续向上进入轻烃催化裂化反应段14。
(2)第一再生催化剂43由第一再生催化剂入口15进入轻烃催化裂化反应段14，提高反应物流的温度，以提供物流需要的升温和反应热，实现轻烃催化转化反应，所得反应物流进入上方的原料油反应段17，
(3)原料油44雾化后由原料油入口24进入原料油反应段17，与步骤(2)所得反应物流接触反应，同时增加第一再生催化剂43的输入量提高反应温度，剂油比为5-20，反应所得物流从反应器出口16进入沉降旋风分离器53进行气固分离；
(4)气固分离出的催化剂进入下方的汽提段51，用汽提蒸汽45汽提后的待生催化剂送入催化剂再生器60，气固分离出的气体产物从反应产物出口54流出得到反应产物46；
(5)反应后的催化剂通过待生催化剂输送管55进入催化剂再生器60进行再生，再生器60底部设有再生空气入口管61，空气47由再生空气入口管61进入再生器60，再生后的催化剂再进入反应器10的底部，作为气化催化剂49进入。再生过程中产生的再生烟气48通过再生烟气出口排出。
具体的，轻烃为沸点低于380℃的石油烃，进一步优选的，所述轻烃选自轻汽油、石脑油、汽油、直馏柴油、柴油、加氢后的催化裂化柴油中的至少一种。
具体的，所述原料油为催化裂化原料，所述催化裂化原料包括蜡油、常压榨油中的至少一种。
具体的，所述轻烃气化段的反应温度低于500℃，优选为100-350℃,所述轻烃的气化时间不大于0.5秒；优选的，当轻烃的沸点低于204℃时，所述轻烃气化段的温度不高于350℃；当轻烃包括柴油和/或加氢催化柴油时，所述轻烃气化段的温度为380℃-500℃，更优选为400℃-430℃；所述轻烃气化段的剂油比为5-10。
具体的，所述轻烃催化裂化反应段采用气力输送形式、提升管形式、快速流化床形式中的至少一种，所述轻烃催化裂化反应段的床层中气体流速为3m/s-18m/s。
具体的，所述轻烃的催化裂化反应时间不大于0.5秒；优选的，所述轻烃催化裂化反应条件为：反应温度620℃-700℃，反应时间0.1秒至0.2秒；剂油比5-10。
具体的，气化催化剂提升介质41为干气或蒸汽。
具体的，通过控制第一再生催化剂流量控制阀34的开度来调节轻烃催化裂化反应段14和原料油44的反应温度，通过气化催化剂控制阀32的开度来调节轻烃42气化的温度。
轻烃在气化段(12)轴向分开进料，一般按轴向均布。
实施例1：
本发明的原料油和轻烃催化转化的方法包括以下步骤：
(1)气化催化剂提升介质41由气化催化剂提升介质入口21进入气化催化剂提升段11，气化催化剂49由气化催化剂入口18进入气化催化剂提升段11，轻烃42雾化后由轻烃入口22进入轻烃气化段12，气化催化剂提升介质41输送气化催化剂49进入轻烃气化段12与轻烃42接触将轻烃气化，轻烃42气化后的气体、气化催化剂提升介质41、气化催化剂49继续向上进入轻烃催化裂化反应段14。
(2)第一再生催化剂43由第一再生催化剂入口15进入轻烃催化裂化反应段14，提高反应物流的温度，以提供物流需要的升温和反应热，实现轻烃催化转化反应，所得反应物流进入上方的原料油反应段17，
(3)原料油44雾化后由原料油入口24进入原料油反应段17，与步骤(2)所得反应物流接触反应，同时增加第一再生催化剂43的输入量提高反应温度，剂油比为5-20，反应所得物流从反应器出口16进入沉降旋风分离器53进行气固分离；
(4)气固分离出的催化剂进入下方的汽提段51，用汽提蒸汽45汽提后的待生催化剂送入催化剂再生器60，气固分离出的气体产物从反应产物出口54流出得到反应产物46；
(5)反应后的催化剂通过待生催化剂输送管55进入催化剂再生器60进行再生，再生器60底部设有再生空气入口管61，空气47由再生空气入口管61进入再生器60，再生后的催化剂再进入反应器10的底部，作为气化催化剂49进入。再生过程中产生的再生烟气48通过再生烟气出口排出。
原料油为常规催化裂化装置原料(其性质详见表1)；
轻烃原料为催化裂化自产轻汽油(其性质详见表2)，目的产物为液化气。
表1原料油性质
Figure BDA0003386330280000121
表2催化裂化轻汽油PONA组成分析
项目 N-P I-P O N A 合计
轻汽油 8.38 50.96 39.21 1.01 0.43 99.99
具体的，所述轻烃气化段的反应温度为320℃,所述轻烃的气化时间为0.1秒。气化催化剂温度为680℃，所述轻烃气化段的剂油比为12。
具体的，所述轻烃催化裂化反应段采用提升管形式，所述轻烃催化裂化反应段的床层中气体流速为8m/s，提升管底部气体流速6m/s，提升管出口气体流速18m/s，气体平均流速按12m/s。
具体的，所述轻烃催化裂化反应条件为：反应温度640℃，反应时间0.15秒，剂油比12。
具体的，气化催化剂提升介质41为干气，干气用量为原料油质量的3％。
具体的，通过控制第一再生催化剂流量控制阀34的开度来调节轻烃催化裂化反应段14和原料油44的反应温度，通过气化催化剂控制阀32的开度来调节轻烃42气化的温度。第一再生催化剂加入的流量与气化催化剂流量比值为0.5。
轻烃在气化段12轴向分开进料，一般按轴向均布。
对比例1：
常规提升管催化裂化，与实施例1采用相同的原料油和轻烃原料。对比例1与实施例1不同之处在于第一再生催化剂流量控制阀34为半开状态，第一再生催化剂加入的流量与气化催化剂流量比值为0.8。
本对比例采用常规预提升段轻烃回炼方法，液体进料，再生剂直接进入提升管底部，一次提供全部提升管内反应物质的气化、升温、反应需要的热量；提升管反应出口温度640℃，反应时间0.3秒，与对比例的实施结果在表3中给出。
表3实施例1与对比例1实施结果
Figure BDA0003386330280000141
/>
Figure BDA0003386330280000151
从表3可以看出，本发明实施例1与常规预提升段回炼轻汽油的对比例1相比，轻汽油反应干气和焦炭均下降明显。
实施例2：
与实施例1不同之处在于：
降低了再生催化剂罐内温度为660℃(即气化催化剂温度)，提高了提升管出口温度至650℃(即轻烃催化裂化反应温度)。
原料油为兰化蜡油；
轻烃原料为催化裂化自产轻汽油(其性质如表2所示)，目的产物为液化气。
气化催化剂温度660℃，剂油比为12，轻烃气化温度320℃，气化时间0.1秒；第一再生催化剂加入的流量与气化催化剂流量比值为0.55，轻烃催化裂化反应温度为650℃，催化转化反应时间0.15秒；气化催化剂提升介质为干气，干气量为原料油质量的3％；轻烃催化裂化段采用提升管形式，气体平均流速按8m/s。
对比例2：
常规提升管催化裂化，与实施例2采用相同的原料油和轻烃原料。对比例2与实施例2不同之处在于第一再生催化剂流量控制阀34为半开状态，第一再生催化剂加入的流量与气化催化剂流量比值为0.6，其它工艺参数相同。
采用常规预提升段轻烃回炼方法，液体进料，再生剂直接进入提升管底部，一次提供全部提升管内反应物质的气化、升温、反应需要的热量；提升管出口温度650℃，反应时间0.3秒，与对比例2的实施结果在表4中给出。
表4实施例2与对比例2实施结果
Figure BDA0003386330280000161
/>
Figure BDA0003386330280000171
从表4可以看出，本发明实施例2对比例2相比，干气和焦炭均下降明显，乙烯丙烯收率增加。
当然，本发明还可有其它多种实施例，在不背离本发明精神及其实质的情况下，熟悉本领域的技术人员可根据本发明作出各种相应的改变和变形，但这些相应的改变和变形都应属于本发明的保护范围。

Claims (13)

1.一种原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，包括反应系统和催化剂再生器，
所述反应系统包括反应器和沉降汽提器，所述沉降汽提器由上至下包括相互连通的沉降稀相区和汽提段，所述沉降稀相区内设有沉降旋风分离器，所述汽提段内部设有气提构件，所述汽提段内所述气提构件的下方设有汽提蒸汽分布器，所述反应器的上部贯穿所述汽提段，且其顶部与所述沉降旋风分离器连通；
所述反应器由下至上依次为气化催化剂提升段、轻烃气化段、轻烃催化裂化反应段和原料油反应段，所述反应器的底部和顶部分别设有气化催化剂提升介质入口和反应器出口，所述气化催化剂提升段的底部设有气化催化剂入口，所述轻烃气化段的底部设有轻烃入口，所述轻烃催化裂化反应段的底部设有第一再生催化剂入口，所述原料油反应段的底部设有原料油入口；
所述汽提段的底部设有待生催化剂出口，所述待生催化剂出口、所述气化催化剂入口和所述第一再生催化剂入口分别与所述催化剂再生器连通。
2.根据权利要求1所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，所述催化剂再生器包括由上至下相互分隔的再生稀相区和再生区，所述再生器稀相区的顶部设有再生烟气出口，所述再生稀相区内设有再生旋风分离器，所述再生稀相区的下部和所述再生区的下部通过再生催化剂回流管连通，所述再生区的底部设有再生空气入口管。
3.根据权利要求2所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，所述再生空气入口管上方设有气体分布器。
4.根据权利要求1所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，所述再生稀相区的下部分别设有气化催化剂出口和第一再生催化剂出口，所述气化催化剂出口通过气化催化剂输送管与所述气化催化剂入口连通，所述第一再生催化剂出口通过第一再生催化剂输送管与所述第一再生催化剂入口连通，所述气化催化剂输送管和所述第一再生催化剂输送管上均设有控制流量的滑阀。
5.根据权利要求1所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，所述再生催化剂回流管与所述再生稀相区和所述再生区连接处分别为再生催化剂回流出口和再生催化剂回流入口，所述再生催化剂回流入口设置在所述气体分布器的上方。
6.根据权利要求1所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，所述轻烃气化段、所述轻烃催化裂化反应段和所述原料油反应段分别设置温度测试器。
7.一种原料油和轻烃催化转化的方法，基于权利要求1所述的原料油和轻烃催化转化的装置，其特征在于，包括以下步骤：
(1)气化催化剂提升介质由气化催化剂提升介质入口进入气化催化剂提升段，气化催化剂由气化催化剂入口进入气化催化剂提升段，轻烃雾化后由轻烃入口进入轻烃气化段，气化催化剂提升介质输送气化催化剂进入轻烃气化段与轻烃接触实现轻烃气化，然后继续输送催化剂和轻烃向上进入轻烃催化裂化反应段；
(2)第一再生催化剂由第一再生催化剂入口进入轻烃催化裂化反应段，提高反应物流的温度，实现轻烃催化转化反应，所得反应物流进入上方的原料油反应段；
(3)原料油雾化后由原料油入口进入原料油反应段，与步骤(2)所得反应物流接触反应，同时增加第一再生催化剂出口的输出量提高反应区的反应温度，剂油比为5-20，反应所得物流从反应器出口进入沉降旋风分离器进行气固分离；
(4)气固分离出的催化剂进入下方的汽提段，用蒸汽汽提后的待生催化剂送入催化剂再生器，气固分离出的气体产物从反应产物出口流出得到反应产物。
8.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，所述轻烃为沸点低于380℃的石油烃，优选的，所述轻烃选自轻汽油、石脑油、汽油、直馏柴油、柴油、加氢后的催化裂化柴油中的至少一种。
9.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，所述原料油为催化裂化原料，所述催化裂化原料包括蜡油、常压渣油中的至少一种。
10.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，所述轻烃气化段的反应温度低于500℃，优选为100-350℃，所述轻烃的气化时间不大于0.5秒；优选的，当轻烃的沸点低于204℃时，所述轻烃气化段的温度不高于350℃；当轻烃包括柴油和/或加氢催化柴油时，所述轻烃气化段的温度为380℃-500℃，更优选为400℃-430℃，剂油比为5-10。
11.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，所述轻烃催化裂化反应段采用气力输送形式、提升管形式、快速流化床形式中的至少一种，所述轻烃催化裂化反应段的床层中气体流速为3m/s-18m/s。
12.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，所述轻烃的催化裂化反应时间不大于0.5秒；优选的，所述轻烃催化裂化反应条件为：反应温度620℃-700℃，反应时间0.1秒至0.2秒，剂油比为5-15。
13.根据权利要求7所述的原料油和轻烃催化转化的方法，其特征在于，轻烃催化裂化反应段高度H2与反应器10长度比值为1～5：20。
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