CN214400379U - 一种基于双沉降器的催化裂化装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型公开了一种基于双沉降器的催化裂化装置，瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分和柴油馏分，依次从低到高分段输入第一提升管；蜡油、常压渣油和渣油在预处理之后，依次从低到高分段输入第二提升管；第一沉降器沉降下的高温催化剂输入第二提升管；由于采用了串联的双沉降器，且将第一沉降器沉降下的高温催化剂直接作为第二反应器的反应催化剂，通过有序的组合进料方式，灵活控制催化剂的结焦速率和结焦量，最大限度地利用了催化剂的活性，更大限度地提高了从原油中获取各种低碳烯烃和芳烃等基础性化工原料的比例，实现了原油从燃料油生产向化工品生产的彻底转型，有选择性地使原油最大化的转化成各种基础性化工原料。

Description

一种基于双沉降器的催化裂化装置

技术领域

本实用新型涉及催化裂化或催化裂解装置领域，尤其涉及的是一种基于双沉降器的催化裂化装置。

背景技术

目前，催化裂化或催化裂解是石油二次加工的主要方法之一，即在高温和催化剂的作用下，使重质馏分油发生裂化裂解反应，并转变为汽油、柴油和裂化气的过程，其主要由反应再生、分馏、吸收稳定和烟气能量回收利用四部分组成，其中，反应再生作为化学反应部分，对原料、产物的选择性构成最大的影响因素。

但是，现有技术所采取的催化裂化或催化裂解工艺存在装置结构复杂，原料或产品选择性差、能量利用不合理和单位投资高等问题，尤其是难以更大限度地提高从原油中获取乙烯、丙烯、丁烯等低碳烯烃以及苯、甲苯、二甲苯等单环芳烃这些基础性化工原料的比例。

因此，现有技术尚有待改进和发展。

实用新型内容

为解决上述技术问题，本实用新型提供一种基于双沉降器的催化裂化装置，可明显提高从原油中获取基础性化工原料的比例，且使用的装置套数少，成本较低。

本实用新型的技术方案如下：一种基于双沉降器的催化裂化装置，包括第一沉降器、第二沉降器、第一提升管、第二提升管和催化剂再生器；其中，

第一沉降器串联在第一提升管的顶端形成第一反应器，第一提升管从低到高由多段组成，且每段均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置分馏出的瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分和柴油馏分；

第二沉降器串联在第二提升管的顶端形成第二反应器，第二提升管从低到高由多段组成，且每段均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置分馏且经预处理之后的蜡油、常压渣油和渣油；

第一反应器、第二反应器和催化剂再生器串联设置；第一沉降器与第二提升管底部之间连接有第一斜管，用于将第一沉降器沉降下的高温催化剂作为第二反应器的反应催化剂输入第二提升管；第二沉降器与催化剂再生器底部之间连接有第二斜管，用于将第二沉降器沉降下的高温催化剂输入催化剂再生器进行烧焦再生；

再生后催化剂作为第一反应器的反应催化剂经相应管道输入第一提升管。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第一沉降器设置有旋风分离装置。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第一反应器中的反应催化剂经第一沉降器沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第一斜管进入第二提升管。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第二沉降器设置有旋风分离装置。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第二反应器中的反应催化剂经第二沉降器沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第二斜管进入催化剂再生器。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述常减压蒸馏装置与第一反应器之间还设置有加氢或轻油精制装置，用于根据硫含量、饱和烃含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置分馏出轻油组分进行选择性预处理。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述常减压蒸馏装置与第二反应器之间还设置有蜡油加氢、渣油加氢和/或溶剂脱沥青装置，用于根据硫含量、饱和烃含量、金属含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置分馏出的蜡油、常压渣油和渣油进行选择性预处理。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第一提升管从低到高分为2~15段。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：所述第二提升管从低到高分为2~15段。

所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其中：原油在进入常减压蒸馏装置之前，先经过电脱盐装置的预处理，并在常减压蒸馏装置中按照分子量的大小和从低到高的馏程分离出瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分、蜡油、常压渣油和渣油。

本实用新型所提供的一种基于双沉降器的催化裂化装置，由于采用了串联形式的双沉降器，两个沉降器通过下行落剂管和上行提升管相连，且第一沉降器沉降下的高温催化剂，其全部或主要部分都直接作为第二反应器的反应催化剂，通过有序的组合进料方式，灵活控制催化剂的结焦速率和结焦量，最大限度地利用了催化剂的活性和温度品位，大幅提升了各种基础性化工原料转化选择性，更大限度地提高了从原油中获取各种低碳烯烃和芳烃等基础性化工原料的比例，实现了原油从燃料油生产向化工品生产的彻底转型，有选择性地使原油最大化的转化成各种基础性化工原料，具有突出的实质性特点和显著的进步。

附图说明

在此描述的附图仅用于解释目的，而非意图以任何方式来限制本实用新型公开的范围；图中各部件的形状和比例尺寸等仅为示意性的，用于帮助对本实用新型的理解，并非是具体限定本实用新型各部件的形状和比例尺寸；本领域的技术人员在本实用新型的教导下，可以根据具体情况选择各种可能的形状和比例尺寸来实施本实用新型。

图1是本实用新型基于双沉降器的催化裂化装置实施例的结构原理图；

图中各标号汇总：常减压蒸馏装置100、蜡渣油加氢装置110、加压装置120、第一沉降器210、第一斜管211、第二沉降器220、第二斜管221、第一提升管230、第一反应器催化剂进料端231、第二提升管240、催化剂再生器250、再生后催化剂出料端251。

具体实施方式

以下将结合附图，对本实用新型的具体实施方式和实施例加以详细说明，所描述的具体实施例仅用以解释本实用新型，并非用于限定本实用新型的具体实施方式，例如，原油经过常减压蒸馏装置进行分馏，其分馏产物按照馏程进行分类，分类的名称按照约定俗成的方式进行称呼，对馏份进行改名或重命名的不影响本专利的权利主张。

如图1所示，图1是本实用新型基于双沉降器的催化裂化装置实施例的结构原理图，该基于双沉降器的催化裂化装置包括第一沉降器210、第二沉降器220、第一提升管230、第二提升管240和催化剂再生器250；其中，第一沉降器210串联在第一提升管230的顶端，整体形成第一反应器，第一提升管230从低到高可分为2~15段，且每段均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置100分馏出的瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分和柴油馏分，也可略去一种或几种组分进料；第二沉降器220串联在第二提升管240的顶端，整体形成第二反应器，第二提升管240从低到高也可分为2~15段，且每段也均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置100分馏且经预处理之后的蜡油、常压渣油和渣油，也可略去一种或几种组分进料；同时，第一反应器、第二反应器和催化剂再生器250串联设置；且第一沉降器210与第二提升管240底部之间连接有第一斜管211，用于将第一沉降器210沉降下的高温催化剂作为第二反应器的反应催化剂输入第二提升管240；以及第二沉降器220与催化剂再生器250底部之间连接有第二斜管221，用于将第二沉降器220沉降下的高温催化剂输入催化剂再生器250进行烧焦再生；而再生后催化剂则作为第一反应器的反应催化剂经相应管道输入第一提升管230，即采用相应的管道(图未示出)连通催化剂再生器250的再生后催化剂出料端251与第一提升管230下端的第一反应器催化剂进料端231。

进一步地，第一沉降器210和第二沉降器220都设置有各自的旋风分离装置；第一反应器中的反应催化剂经第一沉降器210沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第一斜管211进入第二提升管240；而第二反应器中的反应催化剂经第二沉降器220沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第二斜管221进入催化剂再生器250。

进一步地，常减压蒸馏装置100与第一反应器之间还可设置有组分分离、加氢、加氢饱和或轻油精制装置，用于根据硫含量、饱和烃含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置100分馏出轻油组分进行选择性预处理；当然，瓦斯气、液化气、汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分也可直接作为第一反应器的进料。

进一步地，常减压蒸馏装置100与第二反应器之间还可设置有蜡油加氢、渣油加氢和/或溶剂脱沥青装置，例如图1中的蜡渣油加氢装置110，用于根据硫含量、饱和烃含量、金属含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置100分馏出的蜡油、常压渣油和渣油进行选择性预处理；例如，当常压渣油或渣油的残炭超过固定床渣油加氢的进料指标值10%时，先进入溶剂脱沥青装置进行脱碳预处理，之后再作为第二反应器的进料。

本实用新型基于双沉降器的催化裂化装置是在现有的常减压蒸馏装置100、加氢装置和/或催化裂化/裂解装置的基础上进行的具有显著创新意义的改进，其核心在于采用了串联形式的双沉降器，两个沉降器通过下行落剂管和上行提升管相连，且第一沉降器210沉降下的高温催化剂，其全部或主要部分都直接作为第二反应器的反应催化剂，而并不是主要返回催化剂再生器250进行烧焦，解决了反应油气过多、催化剂和反应油气的反应时间和流速均难以控制的难题，立足于简化的装置，最大化地从原油中获取各种低碳烃和芳烃。

如图1所示，本实用新型基于双沉降器的催化裂化工艺或方法，整体上包括以下步骤：一方面，经常减压蒸馏装置100分馏出的瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分和柴油馏分，依次从低到高分段输入第一提升管230；另一方面，经常减压蒸馏装置100分馏出的蜡油、常压渣油和渣油在预处理之后，依次从低到高分段输入第二提升管240；同时，第一沉降器210沉降下的高温催化剂作为第二反应器的反应催化剂输入第二提升管240；第二沉降器220沉降下的高温催化剂输入催化剂再生器250进行烧焦再生；而再生后催化剂作为第一反应器的反应催化剂输入第一提升管230。

具体的，可采用图1中的加压装置120，将少部分例如少于四分之一的瓦斯气和液化气加压至压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa，然后通过气化器和过热器(图未示出)气化过热至温度>150℃，例如>300℃，分别作为第一提升管230和第二提升管240的催化剂提升气，且控制剂油比>75:1，例如>100:1，又如>150:1；还可以任意组合饱和液化气、含烯烃液化气、C4~C5烯烃组分、C5~C6汽油组分作为第二提升管240的催化剂提升气，可选择性地获得更高收率的低碳烯烃和单环芳烃等产物。

在第一反应器中，具体的，液化气（主要是指C2~C4烷烃组分）从第一提升管230的最下段进料，蒸汽、瓦斯气、液化气与高温催化剂最先接触，剂油比控制在50:1~90:1之间；液化气在第一提升管230中发生催化裂化/裂解为主的反应，乙烷、丙烷、丁烷等液化气组分的裂解转化率可达到40%以上；

汽油馏分或者石脑油经混合后系统分离返回的轻油，经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.1的比例混合雾化后，从第一提升管230的液化气进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；汽油馏分或者石脑油经混合后系统分离返回的轻油中的各种组分在第一提升管230中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的裂解转化率可达到40%以上；

煤油馏分经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.15的比例混合雾化后，从第一提升管230的石脑油或汽油进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；在第一提升管230进料段的分段数较少时，煤油馏分也可以与汽油馏分合并成一股进料；煤油馏分中的各种组分在第一提升管230中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的裂解转化率可达到40%以上；

柴油馏分经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.2的比例混合雾化后，从第一提升管230的煤油进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；柴油馏分中的各种组分在第一提升管230中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的裂解转化率可达到40%以上。

举例，第一提升管230液化气进料段的剂油比>36:1，例如>72:1；第一提升管230石脑油或汽油进料段的剂油比>36:1，例如>72:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s；第一提升管230煤油进料段的剂油比>36:1，例如>72:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s；第一提升管230柴油进料段的剂油比>20:1，例如>40:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s。

通过逐步向第一提升管230注入并控制汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分的注入量和调整剂油比，包括回炼的与汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分相当的组分，并根据其反应结焦的严重程度，配以和原料比例在0~1:1之间的稀释蒸汽；在逐步进料的同时，各种气体和微米级粉末状的催化剂向上流动形成第一流化床，随着第一提升管230内的气体量和催化剂的体积比例逐步上升，催化剂和气体的温度均逐步降低，催化剂结焦颗粒比例也逐步升高；当第一反应器中的催化剂温度降低到550~620℃范围时，第一提升管230中的反应油气和催化剂进入第一沉降器210，利用第一沉降器210中的旋风分离装置，反应油气从第一沉降器210顶端输出，经相应的管道进入后续急冷和分馏系统或者进入下游的分离装置进行分离，经过下游分馏系统分离烯烃和芳烃之后回炼的与汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分相当的组分又可作为第一提升管230的进料，直到进入第一反应器中的所有原料反应生成(甲烷、氢气或乙烷等)饱和烷烃、(乙烯、丙烯、丁烯、戊烯等)低碳烯烃、(苯、甲苯、二甲苯、碳九+重芳烃等)芳烃和积碳等产物；而催化剂则由于接触的都是轻质油品，结焦现象相对不太严重，且催化剂的温度仍旧比较高，通过第一沉降器210中的旋风分离装置的料腿之后，作为第二反应器的反应催化剂，经由第一斜管211进入第二提升管240底部。

在第二反应器中，具体的，将包括但不限于经第一反应器催化反应后的催化柴油（常压馏程230~360℃）进行切割，取其常压馏程230~280℃的轻组分，经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.1，例如>1:0.2，又如>1:0.3的比例混合雾化后，从第二提升管240的最下段进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；轻质催化柴油中的各种组分在第二提升管240中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的裂解转化率可达到40%以上；

蜡油或加氢蜡油经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.1，例如>1:0.2的比例混合雾化后，从第二提升管240的轻质催化柴油进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；蜡油中的各种组分在第二提升管240中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的裂解转化率可达到40%以上；

渣油或加氢渣油经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.1，例如>1:0.2，又如>1:0.3的比例混合雾化后，从第二提升管240的蜡油进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；在第二提升管240进料段的分段数较少时，渣油或加氢渣油也可以与蜡油或加氢蜡油合并成一股进料；渣油中的各种组分在第二提升管240中发生催化裂化/裂解为主的反应；该部分的转化率可达到40%以上；

取部分包括但不限于经第一反应器催化反应后的催化油浆，经过升温至温度>150℃，例如>300℃，并与压力>0.8Mpa，例如>1.0Mpa且温度>200℃，例如>300℃，又如>400℃的过热蒸汽按照>1:0.1，例如>1:0.2，又如>1:0.3，再如>1:0.4的比例混合雾化后，从第二提升管240的渣油进料段的上方进料，剂油比控制在20:1~90:1之间；催化油浆中的各种组分在第二提升管240中发生催化裂化/裂解为主的反应。该部分的转化率可达到40%以上；

举例，第二提升管240轻质催化柴油进料段的剂油比>15:1，例如20:1，又如30:1或40:1，再如50:1或>60:1；第二提升管240蜡油进料段的剂油比>15:1，例如20:1，又如30:1，再如>40:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s；第二提升管240渣油进料段的剂油比>20:1，例如30:1，又如>40:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s；第二提升管240催化油浆进料段的剂油比>20:1，例如30:1，又如>40:1，且控制气体流速>1m/s，例如2m/s，又如3m/s。

通过逐步向第二提升管240注入并控制催化柴油、蜡油、渣油、催化油浆的注入量和调整剂油比，包括回炼的与催化柴油、催化油浆馏程相当的组分，并根据其反应结焦的严重程度，配以和原料比例在0~0.7:1之间的稀释蒸汽；在逐步进料的同时，各种气体和粉末状的催化剂向上流动形成第二流化床，随着第二提升管240内的气体量和催化剂的体积比例逐步上升，催化剂和气体的温度均逐步降低，催化剂结焦颗粒比例也明显升高；当第二反应器中的催化剂温度降低到480~550℃范围时，第二提升管240中的反应油气和催化剂进入第二沉降器220，利用第二沉降器220中的旋风分离装置，反应油气从第二沉降器220顶端输出，经相应的管道进入后续急冷和分馏系统或者进入下游的分离装置进行分离，经过下游分馏系统分离烯烃和芳烃之后回炼的与催化柴油、催化油浆馏程相当的组分又可作为第二提升管240的进料，直到进入第二反应器中的所有原料反应生成(甲烷、氢气或乙烷等)饱和烷烃、(乙烯、丙烯、丁烯、戊烯等)低碳烯烃、(苯、甲苯、二甲苯、碳九+重芳烃等)芳烃和积碳等产物；当第二提升管240内的催化剂结焦现象较为严重时，也可以选择不回炼催化油浆；而催化剂则由于接触的都是重质油品，结焦现象相对较为严重，且催化剂的温度已经比较低，通过第二沉降器220中的旋风分离装置的料腿之后，经由第二斜管221进入催化剂再生器250进行烧焦再生。

催化剂再生器250可将催化剂的温度提升到680~780℃进行烧焦再生，并通过相应的管道输入第一提升管230底部，作为第一反应器的反应催化剂进行循环利用；同时也不排除少量的催化剂在第一提升管230、第一沉降器210、第二提升管240、第二沉降器220或催化剂再生器250重循环。

而在常减压蒸馏装置100中，具体的，原油先经过电脱盐装置(图未示出)的预处理，之后再进入常减压蒸馏装置100，按照分子量的大小和从低到高的馏程分离出瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分、蜡油、常压渣油和渣油；其中，石脑油馏分的馏程为20~160℃，汽油馏分的馏程为10~235℃(优选20~145℃)，煤油馏分馏程为145~280℃(优选145~230℃)，柴油馏分的馏程为230~390℃(优选230~360℃)；而在蜡油、常压渣油和渣油进入第二反应器之前，根据其硫含量、金属含量、饱和烃、沥青质、胶质等组分含量，考虑采用加氢或溶剂脱沥青等手段，对蜡油、常压渣油和渣油进行预处理优化，以获取更多的烯烃和更少的焦炭或烧焦收率。

液化气组分的来源，可以包括常减压蒸馏装置100或者炼油二次加工装置加工所得，也可以包括催化液化气经过脱烯烃后得到的以饱和烷烃为主并符合以上液化气定义的组分，甚至还可以包括部分以丙烯、丁烯为主的液化气组分。

汽油馏分的来源，可以包括常减压蒸馏装置100或炼油二次加工装置加工所得，也可以包括催化汽油经过加氢脱芳烃后得到的以饱和烷烃为主的汽油馏分。

煤油馏分的来源，可以包括常减压蒸馏装置100或炼油二次加工装置加工所得，也可以包括馏程相近的碳氢为主的化合物。

柴油馏分的来源，可以包括常减压蒸馏装置100或炼油二次加工装置加工所得，也可以包括馏程相近的碳氢为主的化合物。

本实用新型基于双沉降器的催化裂化工艺或方法也是在现有的常减压蒸馏工艺、加氢工艺和/或催化裂化/裂解工艺的基础上进行的具有显著创新意义的改进，其核心在于利用了有序的组合进料方式，可灵活控制催化剂的结焦速率和结焦量，可最大限度地利用催化剂的活性，可选择性地大幅提升各种基础性化工原料转化率，立足于简化的流程，最大化地从原油中获取各种低碳烃和芳烃。

本实用新型基于双沉降器的催化裂化装置和方法所采用的原料范围广泛，基本覆盖了各种原油的所有馏分，可使催化裂化/裂解生产烯烃不再局限于少量石腊基蜡渣油或深度加氢蜡油，大幅度降低了生产成本，为炼油型企业向化工型企业转型提供了成本更低、成效更大的优化方案，通过对多种原油进行实验的数据表明，各种低碳烯烃和芳烃的总收率可以占到原油的60%以上。

具体实施例：以某地产总硫含量<0.5%的石蜡基原油为例，该石蜡基原油经过电脱盐处理之后进入常减压蒸馏装置100，可分离出瓦斯气2%，液化气5%，石脑油（馏程20~160℃）15%，煤油（馏程145~230℃）12%，柴油（馏程230~360℃）25%，蜡油（馏程360~540℃）25%，渣油（馏程>540℃）16%的收率；

将少于五分之一的瓦斯气和液化气加压至压力>1.0Mpa，并气化过热至温度>180℃，作为第一提升管230的催化剂提升气，控制剂油比>150:1；

将蒸汽、瓦斯气和以C2~C4烷烃分子为主的液化气从第一反应器第一提升管230的最下段喷入，与高温催化剂最先接触，控制剂油比>72:1；一方面，推动催化剂向上流动，另一方面，主要来自蒸馏和后系统分离返回的C3、C4烷烃发生催化裂化/裂解反应，生成乙烯、丙烯、丁烯等烯烃以及氢气、甲烷和乙烷等反应产物；

将石脑油经混合后系统分离返回的轻油，经过升温至温度>250℃，并与压力>1.0Mpa且温度>250℃的过热蒸汽按照>1:0.1的比例混合雾化后，从第一提升管230的液化气进料段的上方喷入，控制剂油比>72:1，且控制气体流速约3m/s；

将煤油馏分经过升温至温度>250℃，并与压力>1.0Mpa且温度>250℃的过热蒸汽按照>1:0.15的比例混合雾化后，从第一提升管230的石脑油或汽油进料段的上方喷入料，控制剂油比>40:1，且控制气体流速约3m/s；

将柴油馏分经过升温至温度>300℃，并与压力>1.0Mpa且温度>400℃的过热蒸汽按照>1:0.2的比例混合雾化后，从第一提升管230的石脑油或汽油进料段的上方喷入料，控制剂油比>40:1，且控制气体流速约3m/s；

第一提升管230中的反应油气和催化剂进入第一沉降器210，利用第一沉降器210中的旋风分离装置，催化裂化/裂解后的反应油气从第一沉降器210顶端输出，经相应的管道进入下游的分离装置进行分离；催化剂通过第一沉降器210中的旋风分离装置的料腿之后，作为第二反应器的反应催化剂，经由第一斜管211进入第二提升管240底部；

将少于五分之一的瓦斯气和液化气加压至压力>1.0Mpa，并气化过热至温度>200℃，作为第二提升管240的催化剂提升气，控制剂油比>150:1；

将催化反应后的催化柴油进行切割，取其馏程230~280℃的轻组分，经过升温至温度>200℃，并与压力>1.0Mpa且温度>250℃的过热蒸汽按照>1:0.3的比例混合雾化后，从第二提升管240的最下段喷入，控制剂油比>40:1；

将蜡油经过升温至温度>200℃，并与压力>1.0Mpa且温度>250℃的过热蒸汽按照>1:0.2的比例混合雾化后，从第二提升管240的轻质催化柴油进料段的上方喷入，控制剂油比>40:1，且控制气体流速约3m/s；

将渣油经过升温至温度>300℃，并与压力>1.0Mpa且温度>400℃的过热蒸汽按照>1:0.3的比例混合雾化后，从第二提升管240的轻质催化柴油进料段的上方喷入，控制剂油比>40:1，且控制气体流速约3m/s；

将部分催化反应后的催化油浆，经过升温至温度>300℃，并与压力>1.0Mpa且温度>400℃的过热蒸汽按照>1:0.4的比例混合雾化后，从第二提升管240的渣油进料段的上方喷入，控制剂油比>40:1，且控制气体流速约3m/s；

按照以上方式处理之后，1吨的石蜡基原油可以获得的反应产物如下表所示(单位为收率%wt)：

氢气	甲烷	乙烷	乙烯	丙烯	丁烯	苯	甲苯	二甲苯	催化柴油	烧焦
											1	9	4	15	25	8	3	7	12	7	9

由上表中的数据可见，本实用新型基于双沉降器的催化裂化装置和方法所使用的设备系统结构简单，烯烃、芳烃的增产效果显著，原料成本更低，加工成本更低，能耗也低、环境友好，是目前已知的生产烯烃、芳烃工艺中能耗、物耗最低的一种催化裂化装置和方法。

应当理解的是，以上所述仅为本实用新型的较佳实施例而已，并不足以限制本实用新型的技术方案，对本领域普通技术人员来说，在本实用新型的精神和原则之内，可以根据上述说明加以增减、替换、变换或改进，例如，本实用新型仅对一种原油描述了一种工况的方案，以说明本实用新型创新点的基本原理和主要特征，但本行业的技术人员应了解，本实用新型的创新点并不受上述实施例的限制，上述实施例的描述只是为了说明本实用新型创新点的原理，在不脱离本实用新型原理、精神和范围的前提下，本实用新型的创新点还会有各种变化以及改进，这些变化和改进都应落入要求保护的本实用新型范围内，而本实用新型要求的保护范围应由对应的权利要求以及等效物界定，且所有这些增减、替换、变换或改进后的技术方案，都应属于本实用新型所附权利要求的保护范围。

Claims (10)

1.一种基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于，包括第一沉降器、第二沉降器、第一提升管、第二提升管和催化剂再生器；其中，

第一沉降器串联在第一提升管的顶端形成第一反应器，第一提升管从低到高由多段组成，且每段均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置分馏出的瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分和柴油馏分；

第二沉降器串联在第二提升管的顶端形成第二反应器，第二提升管从低到高由多段组成，且每段均设置有进料口，用于依次从低到高分别输入经常减压蒸馏装置分馏且经预处理之后的蜡油、常压渣油和渣油；

第一反应器、第二反应器和催化剂再生器串联设置；第一沉降器与第二提升管底部之间连接有第一斜管，用于将第一沉降器沉降下的高温催化剂作为第二反应器的反应催化剂输入第二提升管；第二沉降器与催化剂再生器底部之间连接有第二斜管，用于将第二沉降器沉降下的高温催化剂输入催化剂再生器进行烧焦再生；

再生后催化剂作为第一反应器的反应催化剂经相应管道输入第一提升管。

2.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第一沉降器设置有旋风分离装置。

3.根据权利要求2所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第一反应器中的反应催化剂经第一沉降器沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第一斜管进入第二提升管。

4.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第二沉降器设置有旋风分离装置。

5.根据权利要求4所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第二反应器中的反应催化剂经第二沉降器沉降之后，通过其旋风分离装置的料腿并经第二斜管进入催化剂再生器。

6.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述常减压蒸馏装置与第一反应器之间还设置有加氢或轻油精制装置，用于根据硫含量、饱和烃含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置分馏出轻油组分进行选择性预处理。

7.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述常减压蒸馏装置与第二反应器之间还设置有蜡油加氢、渣油加氢和/或溶剂脱沥青装置，用于根据硫含量、饱和烃含量、金属含量以及相应环保指标的要求，对经常减压蒸馏装置分馏出的蜡油、常压渣油和渣油进行选择性预处理。

8.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第一提升管从低到高分为2~15段。

9.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：所述第二提升管从低到高分为2~15段。

10.根据权利要求1所述的基于双沉降器的催化裂化装置，其特征在于：原油在进入常减压蒸馏装置之前，先经过电脱盐装置的预处理，并在常减压蒸馏装置中按照分子量的大小和从低到高的馏程分离出瓦斯气、液化气、石脑油或汽油馏分、煤油馏分、柴油馏分、蜡油、常压渣油和渣油。

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