根据催化剂的循环量，采用现有催化裂化催化剂脱气缓冲罐 的设计计算方法加以确定。
[0051 ] 本发明中，设置在第一管式反应器1出口处的惯性分离器36b可以采用常用的伞 帽型分离器（如图1所示）、挡板型分离器（如图2所示）、倒L型分离器、T型分离器、三 叶型分离器、弹射式分离器等。具体应用中，根据第一管式反应器1的结构特点以及对第一 管式反应器1出口处气固分离效率的要求进行选择。
[0052] 本发明中，设置在管式再生器7出口处的惯性分离器36a可以采用常用的伞帽型 分离器（如图1、图2所示）、倒L型分离器（如图3所示）、T型分离器、三叶型分离器、弹 射式分离器等。具体应用中，根据管式再生器7的结构特点以及对管式再生器3出口处气 固分离效率的要求进行选择。
[0053] 本发明中，沉降器粗旋风分离器12、沉降器一级旋风分离器13、再生器一级旋风 分离器14和再生器二级旋风分离器15均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局 可以根据装置的操作条件，采用现有旋风分离器的设计计算方法加以确定。
[0054] 本发明中，蒸汽分布管31a、31b和主风分布管32a、32b可采用树枝形分布管或环 形分布管，均属于现有常规设备。其具体结构尺寸和空间布局可以根据装置的操作条件，采 用现有蒸汽分布管和主风分布管的设计计算方法加以确定。
[0055] 本发明中，主风入口管33不属于现有常规设备，其具体结构尺寸可以根据进入管 式再生器7的主风量采用松动蒸汽入口管的设计计算方法加以确定。一般来说，主风入口 管33设置一层，并采用偶数对称设置。
[0056] 本发明中，再生催化剂输送管20、21、27入口处设置的淹流斗均属于现有常规设 备。其具体结构尺寸可以根据装置的操作条件，采用现有淹流斗的设计计算方法加以确定。
[0057] 本发明中，催化剂分布板34属于现有常规设备。其具体结构和尺寸可以根据装置 的操作条件，采用现有催化剂分布板的设计计算方法加以确定。
[0058] 采用图1所示催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法如下：反应分两段进行。 一段反应中，重油进料在第一管式反应器1内进行油剂接触时间为〇. 3~1. 2s的重油催化 裂化反应，反应温度为460~560°C ; -段反应物流进入气固分离器3进行气固分离。一段 反应油气进入第二管式反应器2进行二段反应，二段反应为汽油催化改质反应，油剂接触 时间为〇. 3~1. 0s，反应温度为430~460°C :二段反应物流进入沉降器4,进行气固分离。 二段反应油气经反应油气管线进入分馏塔进行分馏。一段待生催化剂与二段待生催化剂均 进入汽提段5进行水蒸汽汽提，之后一起进行三段再生。具体来说是：混合待生催化剂进入 第一湍动床再生器6的密相段，与经主风分布管32a向第一湍动床再生器6底部通入的主 风向上顺流接触，烧去40 %~50 %的生成焦炭，生成一段半再生催化剂。一段半再生催化 剂由第一湍动床再生器生成烟气（含氧烟气）提升进入管式再生器7,与经主风入口管33 向管式再生器7底部通入的主风混合并向上顺流接触，烧去40%~50%的生成焦炭，生成 二段半再生催化剂。二段半再生催化剂进入第二湍动床再生器8的密相段，与经主风分布 管32b通入的主风逆流接触（二段半再生催化剂向下流动、主风向上流动）烧去剩余的生 成焦炭，生成再生催化剂。第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂直接返回第 一管式反应器1循环使用，一部分再生催化剂先后经一级再生催化剂冷却器9、二级再生催 化剂冷却器10进行冷却降温后返回第二管式反应器2循环使用。上述过程中，所述烧去生 成焦炭的百分数，都是以重油进料催化裂化反应生成的焦炭重量为基准而言。
[0059] 在以上操作过程中，第一管式反应器1同时加工三种重油进料，三种重油进料分 别从设置在第一管式反应器1不同轴向位置的三层重油进料喷嘴30a、30b和30c进入第一 管式反应器1。第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送 管20进入第一管式反应器1的底部，由经蒸汽分布管31b通入的水蒸汽进行松动和预流 化，并沿第一管式反应器1上行一段距离后与重油进料接触。
[0060] 在以上操作过程中，一段反应物流从第一管式反应器1的出口经惯性分离器 36b(伞帽型）进入气固分离器3、通过惯性分离的方式进行气固分离。分离出的一段反应 油气夹带少量的催化剂从气固分离器3项部的油气出口进入第二管式反应器2,分离出的 一段待生催化剂向下经待生催化剂输送管18进入汽提段5,由经蒸汽分布管31a通入的水 蒸汽进行汽提。
[0061] 在以上操作过程中，二段反应物流从第二管式反应器2的出口经封闭管道进入沉 降器粗旋风分离器12进行气固分离，分离出的气相物流进入沉降器一级旋风分离器13进 行进一步的气固分离。在汽提段5中产生的汽提物流（被汽提出的烃类油气及其夹带的少 量催化剂）经环隙28进入沉降器一级旋风分离器13进行气固分离。沉降器粗旋风分离器 12和沉降器一级旋风分离器13分离出的二段待生催化剂及混合待生催化剂经各沉降器旋 风分离器的料腿进入汽提段5,由经蒸汽分布管31a通入的水蒸汽进行汽提。二段反应油气 和被汽提出的烃类油气作为分馏塔进料经反应集气室16和反应油气管线进入分馏塔进行 分馏。
[0062] 在以上操作过程中，在汽提段5经过汽提的混合待生催化剂向下经待生催化剂输 送管19和催化剂分配器35进入第一湍动床再生器6的密相段下部。
[0063] 在以上操作过程中，经主风分布管32a向第一湍动床再生器6底部通入的主风与 经主风入口管33向管式再生器7底部通入的主风风量之比一般为1 : 0.6~1 : 0.8。通 入第一湍动床再生器6和管式再生器7的主风的总风量根据两个再生器的总烧焦量来确 定，满足以完全再生方式烧去80%以上生成焦炭的需求。因此在第一湍动床再生器6内进 行的再生过程为不完全再生；在不完全再生的条件下，烧焦生成的大量一氧化碳可将烧焦 生成的N0 X迅速还原为氮气。一氧化碳气体进入管式再生器7后与新鲜空气接触，可以继 续燃烧转化为二氧化碳；一氧化碳燃烧产生的大量热量被催化剂颗粒均匀地带走，可以避 免由于一氧化碳燃烧导致设备飞温。
[0064] 在以上操作过程中，二段半再生催化剂和管式再生器生成烟气由管式再生器7的 出口流出，经惯性分离器36a进行气固分离后，分离出的二段半再生催化剂进入第二湍动 床再生器8的密相段。第二湍动床再生器生成烟气和惯性分离器36a分离出的管式再生器 生成烟气以及它们夹带的少量催化剂颗粒依次经再生器一级旋风分离器14和再生器二级 旋风分离器15进行气固分离，分离出的催化剂颗粒经各再生器旋风分离器的料腿返回第 二湍动床再生器8的密相段，分离出的再生烟气经烟气集气室17和烟气管线进入烟气能量 回收系统。
[0065] 在以上操作过程中，第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂经再生催 化剂输送管21进入一级再生催化剂冷却器9进行一级冷却，使温度降至500~550°C。
[0066] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂可以全部经再生催化剂输送管22 进入二级再生催化剂冷却器10进行二级冷却，待温度降至400~450°C后经再生催化剂输 送管23进入低温再生催化剂罐11进行脱气，再经再生催化剂输送管24进入第二管式反 应器2的水平管段，以达到精确控制二段反应温度并高效回收过剩热量的目的（实施例同 此）。在低温再生催化剂罐11内脱除的空气，经空气输送管29进入第二湍动床再生器8的 密相段下部参与烧焦。（注：下两段文字中二级冷却后的再生催化剂的温度及其流向如同 本段所述。）
[0067] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂也可以分为两部分，一部分经再 生催化剂输送管25返回第二湍动床再生器8的密相段，另一部分经再生催化剂输送管22 进入二级再生催化剂冷却器10进行二级冷却。或者是，一部分经再生催化剂输送管26进 入第一管式反应器1的底部（以提高一段反应的剂油比），另一部分经再生催化剂输送管 22进入二级再生催化剂冷却器10进行二级冷却。
[0068] 在以上操作过程中，经过一级冷却的再生催化剂还可以分为三部分，一部分经再 生催化剂输送管25返回第二湍动床再生器8的密相段，一部分经再生催化剂输送管26进 入第一管式反应器1的底部，一部分经再生催化剂输送管22进入二级再生催化剂冷却器10 进行二级冷却。
[0069] 在以上操作过程中，可将第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂经再 生催化剂输送管27引入汽提段5的上部、与待生催化剂混合，使汽提段5维持适宜的床层 温度，以达到较好的汽提效果。
[0070] 在以上操作过程中，待生催化剂输送管18、19,再生催化剂输送管20、21、22、24、 26和27以催化剂颗粒的重力作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂。再生催化 剂输送管23和25包括催化剂下行段和上行段；其中在催化剂下行段以催化剂颗粒的重力 作为输送的推动力，采用密相输送方式输送催化剂；在催化剂上行段以气流携带作为输送 的推动力，采用稀相输送的方式输送催化剂。
[0071] 采用图2所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法与采用图1所示装置 进行催化裂化的方法的主要不同之处在于：在下行管式的第一管式反应器1内进行一段反 应。第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管20进入第 一管式反应器1的顶部，由催化剂分布板34进行整流后靠重力沿第一管式反应器1下行一 段距离后与重油进料接触。一段反应物流从第一管式反应器1的出口经惯性分离器36b (锥 形挡板型）进入气固分离器3进行气固分离。不将一部分经过一级冷却的再生催化剂引入 第一管式反应器1。
[0072] 采用图3所示的催化裂化装置进行本发明催化裂化的方法与采用图1所示装置 进行催化裂化的方法的主要不同之处在于：在水平管式的第一管式反应器1内进行一段反 应。第二湍动床再生器8密相段内的一部分再生催化剂向下经再生催化剂输送管20进入 第一管式反应器1的入口端，由经蒸汽分布管31b通入的水蒸汽进行松动和预流化，并沿第 一管式反应器1水平运行一段距离后与重油进料接触。一段反应物流从第