一种石油烃催化裂解反应方法和反应器与流程

本发明属于石油烃类催化转化
技术领域：
，特别涉及一种石油烃催化裂解反应方法和反应器，能提高丙烯产率。
背景技术：
：丙烯是最重要的石油化工原料之一。70％的丙烯是石油烃经管式炉裂解法生产的，另外30％的丙烯由催化裂化工艺过程提供。借鉴常规重油催化裂化反应-再生系统的操作、设计经验，国内外研究人员开发了一系列重油催化裂化生产丙烯的工艺技术。中国石油大学(华东)在两段提升管催化裂化技术基础上开发了tmp技术。该技术以重质油为原料，利用两段提升管催化裂化工艺分段反应、催化剂接力和大剂油比的工艺特点，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯产率的目的；中国石化石油化工科学研究院开发了以重油为原料、丙烯为目的产品的dcc技术。该技术的反应器为提升管加湍流流化床床层串联式反应器，石科院在dcc工艺基础上开发了采用新型组合式反应器体系的增强型催化裂解技术(dcc-plus)，该技术与dcc工艺相同之处为均采用提升管反应器加流化床床层反应器的形式，不同之处在于dcc-plus工艺将再生器来的另外一股再生催化剂引入流化床床层反应器。无论dcc还是dcc-plus都将一个反应器分为两个串联的裂化反应区，即提升管和流化床床层都进行催化裂化反应，提升管部分进行原料油裂化反应，流化床床层部分使提升管反应区的中间产物产品进一步进行增产丙烯的二次裂化反应；由于流化床床层反应区的催化剂为原料油反应的待生剂，流化床床层反应区小分子催化裂化性能降低，需要进一步提高反应温度增加热裂化作用来提高丙烯收率，进一步降低了丙烯的选择性；dcc和dcc-plus都使用再生剂循环，对固定的原料量流化床床层反应区的空速只能靠流化床床层内的催化剂料位变化控制，流化床床层区必须设置催化剂流出口通过催化剂流出量实现料位控制；由于催化剂携带和气固分离的要求，流化床床层反应区与气固分离器之间全部是稀相空间，并且油气离开流化床床层时仍然携带大量催化剂，而油气离开流化床床层到气固分离器的停留时间20秒以上，采用流化床床层反应时催化剂料位上方催化剂的携带以及油气停留时间都必然造成进一步的副反应止，丙烯进一步热裂解，影响产品分布及丙烯选择性，反应难以及时终止；另外dcc和dcc-plus流化床裂化反应区的催化剂为原料油反应后的积碳催化剂，为了提高丙烯产率需要进一步提高流化床反应区的反应温度，必然导致催化裂化反应受到限制，热反应增加，大幅度降低丙烯的选择性，导致干气和焦炭产率偏高。已有技术的侧重点均为生产丙烯，分为两类，第一类为提升管加流化床串联式反应，第二类为双提升管并联式反应。研究者认为，重油催化裂化反应过程中的丙烯是由重质烃类一次裂化生成的汽油馏分经二次裂解间接生成的，汽油馏分中的c5-c8烯烃是丙烯主要的前身物。现有技术具有许多共同的特点，在操作上都采用比常规fcc工艺更高的反应温度、剂油比和蒸汽注入量，以提高裂化反应深度和丙烯的选择性。技术实现要素：本发明的目的在于提供一种石油烃催化裂解反应方法，能够多产丙烯，实现反应过程中对催化剂和反应温度的分级的控制，尤其是改进轻烃裂解反应，降低副反应，提高丙烯选择性，显著降低了干气和焦炭等副产品的收率。本发明同时提供了一种石油烃催化裂解反应器。本发明技术方案如下：一种石油烃催化裂解反应方法，石油烃催化裂解反应过程在一个上下分区的多级反应器内完成，反应依次分成催化裂化第一级反应、催化剂分流、催化剂补充和取热、升温的催化裂化再反应即第二级反应；经历以下步骤：反应器外来催化剂分开进入反应器，第一催化剂在第一反应段(又称原料油反应段或原料油提升管)的预提升区(又称催化剂输送区)进入反应器(实现原料油的催化裂化反应)，第二催化剂在催化剂补充和取热段进入反应器(参与第二反应区的石油烃再反应)，提供石油烃原料反应的催化剂环境和热量；催化原料油经过原料油入口进入第一反应段的第一反应区(又称原料油裂化反应区)与第一催化剂混合接触随即在第一反应区内进行第一级反应；完成第一级反应后从催化剂分流器分离出部分催化剂，分离出的催化剂沉降进入下方的第一催化剂汽提段，油气经过第一反应区物流输送管进入第二反应区进行第二级反应；在具体的实施方式中，原料油先在再生催化剂条件下在第一反应区进行原料油的第一级催化裂化反应，该反应区采用提升管反应器，原料油用蒸汽通过喷嘴雾化成小液滴后在提升管内与催化剂接触并获得热量使原料油进行催化裂化反应，在该提升管反应器出口设置旋流气固分流器，从油气中分出部分催化剂，保留部分催化剂与油气一起向上流出该提升管反应器并经过第一反应区物流输送管进入上方的第二反应区进行进一步的裂解反应；分流出的催化剂沉降到下方的第一催化剂汽提段；第一反应区主要实现原料油向富含烯烃的汽油和柴油组分转化并脱除原料油中的部分碳；尽管并非必须，一般情况下第一反应区的反应时间一般控制在1.5秒以内，不宜大于2.5秒，反应温度控制在540℃以下；第二催化剂先进入设在第一催化剂汽提段上方的催化剂补充和取热段，与催化剂取热管换热，减少提供的热量，换热量按照第二级反应的生焦量和对第二级反应区催化剂或反应后催化剂含碳量(或活性)的要求控制，满足第二级反应的要求；实际换热量由进入该催化剂补充和取热段的催化剂取热区的蒸汽量调节，具体通过换热量记录控制进入取热区的流化蒸汽量实现；第二级反应在第一级反应的基础上提高反应温度，实现增产气体产品的裂化反应，实际反应温度用第二催化剂数量控制；具体地，第二反应区使用来自催化剂补充和取热段的催化剂，第二反应区在更高的反应温度下进行，第二反应区的反应温度比第一反应区的反应温度高10℃到70℃，通过控制进入催化剂取热区的催化剂量实现；第二催化剂在催化剂取热区内用蒸汽使这些催化剂流化，使催化剂形成流化床或湍流流化床状态，实现催化剂与催化剂取热管的传热；这些催化剂和蒸汽同时进入第二反应区，降低第二反应区产品分压，即蒸汽量同时作为第二反应区的补充蒸汽进入第二反应区，第二级反应增加蒸汽比例，降低石油烃组分(烯烃)分压；催化剂取热区内设置催化剂取热管，取热介质进入催化剂取热管，通过催化剂取热管壁面实现催化剂和取热介质的传热；吸收热量后的取热介质流出催化剂取热管；第二级反应后的气体和催化剂在沉降器内用第一级气固分离器和第二级气固分离器进行气固分离，催化剂沉降进入催化剂区或第二反应区，反应产物(气体或油气)流出沉降器；第二级反应后的催化剂(或待生剂)直接从第二反应区或者从第二反应区经催化剂区进入第一催化剂汽提段，与第一反应区的催化剂一起进行汽提，汽提后的第一待生催化剂从待生催化剂输送管流出反应器；或催化剂区作为第二催化剂汽提区，对第二级反应后的催化剂汽提，汽提后的第二待生催化剂从第二催化剂输送管流出反应器；或者催化剂区作为第二催化剂汽提区，第二级反应后的催化剂在催化剂区汽提后进入第一催化剂汽提段，继续与第一反应区的催化剂一起进行汽提。本发明方法中，为了改进第一反应区的产品选择性，进一步地，可以从催化剂取热区或第二催化剂汽提区输送催化剂在原料油入口下方返回第一级反应提升管，与外来催化剂混合后进行原料油反应。本发明方法，在实际使用中，第一反应区的催化剂分流率可以按70％到90％控制，保留约10％到30％的催化剂存在于反应油气内，与反应油气一起进入第二反应区；分流出的催化剂沉降到下方的第一催化剂汽提段；本发明方法，具体地，在第一催化剂汽提段上方设置催化剂补充和取热段，第二催化剂进入该催化剂补充和取热段的催化剂取热区，该催化剂取热区设置在第一反应区上方的油气输送管即第一反应区物流输送管周围，新进入的催化剂在该催化剂取热区被蒸汽流化、形成湍流流化床条件，催化剂和蒸汽以及从油气输送管来的第一反应区的油气和催化剂一并进入上方的第二反应区；第一反应区的反应产物和部分催化剂与催化剂取热区的催化剂和蒸汽一起进入上方的第二反应区，在第二反应区进行第二级催化反应；实现汽柴油、循环油的再次裂化反应；本发明方法，在具体的实施方式中，完成第二反应区的反应后，油气和催化剂用输送管送入沉降器内的旋风分离器实现气固分离，油气流出反应器；催化剂进入第二催化剂汽提区汽提后流出反应器，或者从催化剂区或第二反应区进入第一催化剂汽提段与第一级反应后的催化剂一起汽提后流出反应器；或者经过第二催化剂汽提区汽提后再进入第一汽提区，与第一级反应的待生剂一起流出反应器；本发明方法，第二级反应根据需要增加蒸汽比例，降低石油烃组分分压；催化剂取热区的蒸汽同时用作第二反应区产品分压的补充蒸汽。所述的石油烃催化裂解反应方法，进一步地，第一反应区采用提升管即输送床反应形式，以增产丙烯为目的时，第二反应区采用循环流化床或湍流流化床反应形式，所述湍流流化床气体表观流速小于1.2m/s，所述循环流化床气体表观流速1.2-4.0m/s，第二反应区的催化剂空速通过进入催化剂取热区的蒸汽量调节。所述的石油烃催化裂解反应方法，进一步地，所述进入催化剂补充和取热段的第二催化剂为半再生剂或经过石油烃反应后适度含碳的催化剂，所述半再生剂或适度含碳是指催化剂含碳量与催化剂的重量比不大于0.4％。实际使用时该催化剂进入催化剂补充和取热段取热后的温度不能低于590℃，一般不能低于600℃。所述的石油烃催化裂解反应方法，进一步地，第二反应区反应后的催化剂含碳量重量比(或称催化剂含碳量与催化剂的重量比)不大于0.8％，其含碳量通过催化剂取热区的换热量控制。本发明同时提供了下述的石油烃催化裂解反应器：反应器自下而上设有第一反应段、催化剂分流器、催化剂补充和取热段、第二反应段和沉降器；第二反应段设有第二反应区；在第一反应段的第一反应区周围设置第一催化剂汽提段；催化剂分流器设置在所述第一反应区出口，并位于所述第一催化剂汽提段的催化剂汽提区的顶部；催化剂汽提区与催化剂补充和取热段的催化剂取热区之间设置有隔板，隔板上设置有一个或两个以上第一反应区物流输送管；所述第一反应区物流输送管出口位于催化剂取热区顶部第二反应区入口处或入口下方；在第一反应区物流输送管周围的催化剂取热区内竖直设置有多组催化剂取热管；在第一反应段的原料油入口下方设置第一反应段催化剂进入管，在催化剂补充和取热段设置第二反应区催化剂进入管；在第一催化剂汽提段外壳体设置待生剂催化剂输送管。所述的石油烃催化裂解反应器，进一步地，催化剂取热区与第二反应区之间设置有孔板，来自第一反应区的物流与催化剂取热区的催化剂和蒸汽通过该孔板分布到第二反应区。所述的石油烃催化裂解反应器，进一步地，第二反应段内通过第二反应区筒体分成内外两个部分，内部为第二反应区，外部为催化剂区；在催化剂取热区和催化剂区间设置第二隔板；所述第二隔板同时作为第二反应区筒体的支撑板；在催化剂区设置催化剂输送管。具体实施时，催化剂区可以设置汽提挡板或构件，此时催化剂区成为第二催化剂汽提区，在该第二催化剂汽提区设置有催化剂流出口，汽提后的催化剂流出反应器。本发明中，在具体实施方式中，第一反应段、催化剂分流器、催化剂补充和取热段、第二反应区和沉降器上下同轴布置，第一反应段设在最下方，催化剂补充和取热段设在第一反应段和第一催化剂汽提段上方，设置第二催化剂汽提区时第二催化剂汽提区设在催化剂补充和取热段上方，沉降器在最上方，沉降器内设置两级气固分离器；第二反应区通过第二反应区筒体上部设置的输送管直接与第一级气固分离器入口连接，第二反应区的反应产物直接通过输送管进入气固分离器，避免反应油气进入沉降器稀相空间，实现快速的气固分离和反应的空速终止。所述的石油烃催化裂解反应器，进一步地，在催化剂区或第二催化剂汽提区与催化剂取热区间设置有催化剂回流管，使部分催化剂区或第二催化剂汽提区的催化剂返回催化剂补充和取热段，并在第二反应区循环反应，实现第二反应区催化剂空速的变化。所述的石油烃催化裂解反应器，更进一步地，在催化剂区与第一催化剂汽提段之间设置有第二反应区催化剂输送回流管；第二反应区反应后的催化剂在第二反应区催化剂输送回流管进入第一催化剂汽提段。当催化剂区设置成第二催化剂汽提区时，第二反应区反应后的催化剂在催化剂区内汽提后从第二反应区催化剂输送管进入第一催化剂汽提段进一步汽提，然后与第一反应区的催化剂一起流出反应器；当不设置第二催化剂汽提段区时，第二反应区的催化剂进入第一催化剂汽提段实现催化剂汽提。所述的石油烃催化裂解反应器，进一步地，在催化剂取热区与第二反应区之间设置有孔板，第二反应区与第一催化剂汽提段之间设置有第二反应区催化剂输送管。所述的石油烃催化裂解反应器，更进一步地，所述第二反应区为湍流流化床反应区，在第二反应区与第一催化剂汽提段之间设置有第二反应区催化剂输送管。本发明中，催化剂补充和取热段可以设置独立的蒸汽入口，进一步补充第二反应区需要的蒸汽。本发明中，需要时在催化剂取热区或第二催化剂汽提区与第一反应段的原料油入口下方(预提升区)之间设置回流管；当有c4组分回炼时，c4可以在第一反应段的原料油入口下方先与再生剂反应。发明效果：本发明实现催化剂置换、反应温度的阶梯控制和对待生剂含碳量的控制反应条件；实现原料油的预反应和原料油反应产品气新催化剂环境下的高温二次裂解反应，提高丙烯选择性，可以明显的降低干气和焦炭等副产品的产率，提高丙烯产率，提高经济效益；由于第二反应区的反应物是来自第一反应区的气相，第二反应区内催化剂含碳量对反应选择性至关重要；本发明在一个反应器内实现反应的多级控制，设备简单，且不改变常规反应沉降器的布置和安装条件，大幅度降低投资和操作费用。本发明方法的一般反应过程为：加热到200-350℃的催化原料油分几路进入雾化喷嘴，用原料油量3％左右的蒸汽实现雾化后进入最下方的第一反应段(提升管反应器)，与下方经预提升气体输送来的再生催化剂混合，气化后在第一反应区进行1.0到1.5秒左右的催化裂化反应，反应温度为500℃左右，反应热量由再生剂提供，同时反应油气和蒸汽在第一反应区内输送催化剂到达第一反应区出口，用分流器(旋流分流器)分流出部分催化剂，油气直接向上进入设在催化剂补充和取热段内的第一反应区物流输送管；从催化剂补充和取热段补充催化剂，该补充催化剂在第一反应区物流输送管出口与来自第一反应区的油气混合并向上流入第二反应区；在第二反应区内实现了催化剂补充，第一反应区产生的油气在新的催化剂条件下继续进行裂解反应，第二反应区内反应后的催化剂含碳量重量比控制在0.6％，不大于0.8％，实现了催化剂活性的提高，根据产品要求不同，第二反应区反应时间按1.0秒到5.0秒，同时实现了较低温度的原料油反应和较高温度的再反应，实现反应温度接力控制，提高了转化效率尤其是气体和丙烯产率。附图说明图1为本发明的石油烃催化裂解反应方法实施方式一装置结构示意图；图2为图1中a-a向视图，即第一反应区物流输送管布置示意图；图3为本发明的石油烃催化裂解反应方法实施方式二装置结构示意图；图4为本发明的石油烃催化裂解反应方法实施方式三装置结构示意图；图5为图4中b-b向视图，即第一反应区物流输送管布置示意图；图6为本发明的石油烃催化裂解反应方法实施方式四装置结构示意图。图中编号标记内容如下：111第一反应段，112预提升区，113原料油入口，114催化剂分流器，115第一反应区，116隔板，118第一反应段催化剂进入管，121催化剂补充和取热段，122第一反应区物流输送管，123第一蒸汽分布器，125催化剂取热区，127催化剂取热管，128第二反应区催化剂进入管，129a取热介质，129b换热后的取热介质，131第一催化剂汽提段，132第二蒸汽分布器，133催化剂汽提区，134待生催化剂输送管，135汽提构件，141第二反应段，142第三蒸汽分布器，143催化剂区，144第二催化剂输送管(第二反应区反应后的催化剂输送管)，145第二反应区，145a筒体，146输送管，147孔板，148第二反应区催化剂输送管，148b催化剂回流管，148c回流管，149第二隔板，151沉降器，152沉降器稀相区，153第一级气固分离器，154第二级气固分离器，155产品出口，2水汽分离器，21蒸汽，y催化原料油，p反应产物，s蒸汽，a1第一催化剂(即进入第一反应段的催化剂)、a2第二催化剂(即进入催化剂补充和取热段的催化剂)，b1第一待生催化剂，b2第二待生催化剂(即第二催化剂汽提区汽提后的催化剂)，g预提升介质，frc流量记录控制仪表，qc热量计量控制仪表，tic温度控制仪表。具体实施方式：以下以具体实施例来说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围不限于此。实施方式一：如图1-2所示：石油烃催化裂解反应过程在一个上下分区的多级反应器内完成，反应依次分成催化裂化第一级反应、催化剂分流、催化剂补充和取热、升温的催化裂化再反应即第二级反应；反应器自下而上设有第一反应段111、催化剂分流器114、催化剂补充和取热段121、第二反应段141和沉降器151；第二反应段141设有第二反应区145；在第一反应段111的第一反应区115周围设置第一催化剂汽提段131，第一反应区采用提升管；催化剂分流器114设置在所述第一反应区115出口，并位于所述第一催化剂汽提段131的催化剂汽提区133的顶部；催化剂汽提区133与催化剂补充和取热段121的催化剂取热区125之间设置有隔板116，隔板116上设置有第一反应区物流输送管122，第一反应区物流输送管122出口位于催化剂取热区125顶部第二反应区145入口处或入口下方；本发明方法在具体实施时，第一反应区物流输送管可设置为一个，也可设置为多个，可设置为等径结构，也可设置为向上直径扩大的锥形，当第一反应区物流输送管设置一个时，如图2所示，第一反应区物流输送管122与催化剂补充和取热段121同轴设置，当设置两个以上的第一反应区物流输送管时，各第一反应区物流输送管水平周向均布；本实施方式设置一个等径结构的第一反应区物流输送管；催化剂汽提区133内设置有汽提构件135；本实施方式中，在催化剂区143设置汽提挡板或构件(图中未示出)，并经第三蒸汽分布器142引入流化蒸汽s，此时催化剂区143成为第二催化剂汽提区；本实施方式中，第二反应段141内通过第二反应区筒体145a分成内外两个部分，内部为第二反应区145，外部为催化剂区143；在催化剂取热区125和催化剂区143间设置第二隔板149；第二反应区采用循环流化床反应形式，气体表观流速1.2-4.0m/s，第二反应区的催化剂空速通过进入催化剂取热区的蒸汽量调节；所述第二隔板149同时作为第二反应区筒体145a的支撑板；在催化剂区143设置催化剂输送管144；第一反应段111、催化剂分流器114、催化剂补充和取热段121、第二反应区145和沉降器151上下同轴布置；在第一反应区物流输送管122周围的催化剂取热区125内竖直设置有催化剂取热管127；在第一反应段111的原料油入口113下方设置第一反应段催化剂进入管118，在催化剂补充和取热段121设置第二反应区催化剂进入管128；在第一汽提段131外壳体设置待生剂催化剂输送管134；本实施方式中，石油烃催化裂解反应经历以下步骤：反应器外来催化剂分开进入反应器，第一催化剂a1在第一反应段111的预提升区112进入反应器，第二催化剂a2在催化剂补充和取热段121进入反应器，提供石油烃原料反应的催化剂环境和热量；催化原料油y经过原料油入口113进入第一反应区115与第一催化剂a1混合接触随即在第一反应区115内进行第一级反应；完成第一级反应后从催化剂分流器114分离出部分催化剂，第一反应区的催化剂分流率按70％到90％控制，分离出的催化剂沉降进入下方的第一催化剂汽提段131，油气经过第一反应区物流输送管122进入第二反应区145进行第二级反应；第二催化剂a2先进入设在第一催化剂汽提段131上方的催化剂补充和取热段121，与催化剂取热管127换热，换热量按照第二级反应的生焦量和第二级反应对催化剂含碳量的要求控制；第二级反应在第一级反应的基础上提高反应温度，实现增产气体产品的裂化反应，实际反应温度用第二催化剂a2数量控制；第二催化剂a2在催化剂取热区125内用蒸汽使这些催化剂流化，使催化剂形成流化床或湍流流化床状态，实现催化剂与催化剂取热管127的传热；这些催化剂和蒸汽同时进入第二反应区145，降低第二反应区产品分压；具体实施时，在催化剂取热区125顶部引入蒸汽s，使第二级反应根据需要增加蒸汽比例，降低石油烃组分分压；催化剂取热区的蒸汽同时用作第二反应区产品分压的补充蒸汽；第二级反应后的气体和催化剂用输送管146送入沉降器151内的旋风分离器即第一级气固分离器153和第二级气固分离器154进行气固分离，沉降器稀相区152的催化剂沉降进入催化剂区143，对第二级反应后的催化剂汽提，汽提后的第二待生催化剂b2从第二催化剂输送管144流出反应器；反应产物p经产品出口155流出沉降器151。具体实施时，催化/新鲜原料油y被蒸汽雾化后，经催化原料油入口113进入第一反应段111，与经第一反应段催化剂进入管118(再生斜管)送来的由预提升介质g沿预提升区112输送的第一催化剂a1混合并气化，沿提升管反应器向上流动，经过约1.2秒完成第一级催化裂化反应，原料油反应产物即第一反应区物流在催化剂分流器114分离出部分催化剂，油气进入第一反应区物流输送管122；第二催化剂a2从第二反应区催化剂进入管128进入催化剂取热区125，被催化剂取热管127取出部分热量，取热后的催化剂与来自第一反应区物流输送管122的油气一起进入第二反应区145继续反应；第一待生剂b1经第二蒸汽分布器132引入的流化蒸汽s汽提后，从待生催化剂输送管134流出反应器；第二待生催化剂b2在催化剂区143汽提后从第二催化剂输送管144流出反应器；催化剂取热段121的取热量按第二反应区的催化剂含碳量设计，用催化剂取热区125的经第一蒸汽分布器123引入的流化蒸汽s控制；第二反应区145的反应温度用第二催化剂a2量控制；第一反应区115的反应温度用第一催化剂a1量控制；催化剂取热介质129a为饱和水，取热后形成饱和蒸汽即换热后的取热介质129b，饱和水和饱和蒸汽在水汽分离器2内进行分离，分离形成蒸汽21。实施方式二：如图3所示：石油烃催化裂解反应过程在一个上下分区的多级反应器内完成，第一反应区物流输送管122设置为一个，为向上直径扩大的锥形；在催化剂取热区125和第二反应区145之间设置孔板147，催化剂和油气通过孔板147进入第二反应区145；催化剂区143设置成为第二催化剂汽提区，在催化剂区143和催化剂补充和取热段121之间设置催化剂回流管148b，部分第二待生催化剂b2在催化剂区143汽提后沿催化剂回流管148b回流进入催化剂取热区125内，其余催化剂从第二催化剂输送管144流出反应器；这样，进入催化剂补充和取热段121的第二催化剂成为半再生剂或经过石油烃反应后适度含碳的催化剂；取热介质129a为低温无相变介质，通过取热介质129a量和出入口温差产生的热量值即热量计量控制仪表qc的值来控制进入催化剂取热区125的流化蒸汽量，流化蒸汽经第一蒸汽分布器123引入；其他与实施方式一相同。具体实施时，催化原料油y被蒸汽雾化后，经催化原料油入口113进入第一反应段111，与经第一反应段催化剂进入管118送来的由预提升介质g沿预提升区112输送的第一催化剂a1混合并气化，沿提升管反应器向上流动，经过约1.2秒完成第一级催化裂化反应，原料油反应产物即第一反应区物流在催化剂分流器114分离出部分催化剂，油气进入第一反应区物流输送管122；第二催化剂a2从第二反应区催化剂进入管128进入催化剂取热区125，被催化剂取热管127取出部分热量，取热后的催化剂与来自第一反应区物流输送管122的油气一起通过孔板147进入第二反应区145继续反应；第二级反应后的气体和催化剂用输送管146送入沉降器151内的第一级气固分离器153和第二级气固分离器154进行气固分离，沉降器稀相区152的催化剂沉降进入催化剂区143，对第二级反应后的催化剂汽提，汽提后的第二待生催化剂b2部分沿催化剂回流管148b进入催化剂取热区125，其余催化剂从第二催化剂输送管144流出反应器；反应产物p经产品出口155流出沉降器151；第一待生剂b1经第二蒸汽分布器132引入的流化蒸汽s汽提后，从待生催化剂输送管134流出反应器。实施方式三：如4-5所示：石油烃催化裂解反应过程在一个上下分区的多级反应器内完成，如图5所示，第一反应区物流输送管122为分散布置的四个竖直管，各个竖直管外部区域构成催化剂取热区125；第二反应区145为提升管反应区，分隔第二反应段141的筒体即提升管的管体，提升管内部为第二反应区145，提升管外部为催化剂区143；第二反应区提升管出口直接与第一级气固分离器153入口连接，第二反应区的反应产物直接进入气固分离器，实现快速的气固分离和反应的空速终止；催化剂区143设置成为第二催化剂汽提区，在催化剂区143与第一反应段111的预提升区112之间设置回流管148c，部分第二待生催化剂b2在催化剂区143汽提后沿回流管148c回流进入第一反应区115的原料油提升管内，其余催化剂从第二催化剂输送管144流出反应器；其他与实施方式一相同。具体实施时，催化原料油y被蒸汽雾化后，经催化原料油入口113进入第一反应段111，与经第一反应段催化剂进入管118送来的由预提升介质g沿预提升区112输送的第一催化剂a1混合并气化，沿提升管反应器向上流动，经过约1.2秒完成第一级催化裂化反应，原料油反应产物即第一反应区物流在催化剂分流器114分离出部分催化剂，油气同时进入各个第一反应区物流输送管122并向上流动；第二催化剂a2从第二反应区催化剂进入管128进入催化剂取热区125，被催化剂取热管127取出部分热量，取热后的催化剂与来自第一反应区物流输送管122的油气一起进入第二反应区145继续反应；第二级反应后的气体和催化剂直接进入沉降器151内的第一级气固分离器153和第二级气固分离器154进行气固分离，沉降器稀相区152的催化剂沉降进入催化剂区143，对第二级反应后的催化剂汽提，汽提后的第二待生催化剂b2部分沿回流管148c进入第一反应区115，其余催化剂从第二催化剂输送管144流出反应器；反应产物p经产品出口155流出沉降器151；第一待生剂b1经第二蒸汽分布器132引入的流化蒸汽s汽提后，从待生催化剂输送管134流出反应器。实施方式四：如图6所示：石油烃催化裂解反应过程在一个上下分区的多级反应器内完成，反应依次分成催化裂化第一级反应、催化剂分流、催化剂补充和取热、升温的催化裂化再反应即第二级反应；反应器自下而上设有第一反应段111、催化剂分流器114、催化剂补充和取热段121、第二反应段141和沉降器151；第二反应段141设有第二反应区145；在第一反应段111的第一反应区115周围设置第一催化剂汽提段131，第一反应区采用提升管；催化剂分流器114设置在第一反应区115出口，并位于第一催化剂汽提段131的催化剂汽提区133的顶部；催化剂汽提区133与催化剂补充和取热段121的催化剂取热区125之间设置有隔板116，隔板116上设置有第一反应区物流输送管122，第一反应区物流输送管122出口位于催化剂取热区125顶部第二反应区145入口处或入口下方；本发明方法在具体实施时，设置一个等径结构的第一反应区物流输送管；催化剂汽提区133内设置有汽提构件135；在第一反应区物流输送管122周围的催化剂取热区125内竖直设置有催化剂取热管127；在第一反应段111的原料油入口113下方设置第一反应段催化剂进入管118，在原料油入口113下方还设置有c4原料入口；在催化剂补充和取热段121设置第二反应区催化剂进入管128；在第一汽提段131外壳体设置待生剂催化剂输送管134；本实施方式中，第二反应区145为湍流流化床反应区，其气体表观流速小于1.2m/s，在催化剂取热区125与第二反应区145之间设置有孔板147，催化剂和油气通过孔板147进入第二反应区145；在第二反应区145与第一催化剂汽提段131之间设置有第二反应区催化剂输送管148，第二级反应后的催化剂直接从第二反应区145进入第一催化剂汽提段131，与第一反应区的催化剂一起进行汽提，汽提后的第一待生催化剂b1从待生催化剂输送管134流出反应器；第一反应段111、催化剂分流器114、催化剂补充和取热段121、第二反应区145和沉降器151上下同轴布置；本实施方式中，石油烃催化裂解反应经历以下步骤：反应器外来催化剂分开进入反应器，第一催化剂a1在第一反应段111的预提升区112进入反应器，第二催化剂a2在催化剂补充和取热段121进入反应器，提供石油烃原料反应的催化剂环境和热量；催化原料油y经过原料油入口113进入第一反应区115与第一催化剂a1混合接触随即在第一反应区115内进行第一级反应；完成第一级反应后从催化剂分流器114分离出部分催化剂，分离出的催化剂沉降进入下方的第一催化剂汽提段131，油气经过第一反应区物流输送管122进入第二反应区145进行第二级反应；第二催化剂a2先进入设在第一催化剂汽提段131上方的催化剂补充和取热段121，与催化剂取热管127换热，换热量按照第二级反应的生焦量和第二级反应对催化剂含碳量的要求控制；第二级反应在第一级反应的基础上提高反应温度，实现增产气体产品的裂化反应，实际反应温度用第二催化剂a2数量控制；第二催化剂a2在催化剂取热区125内用蒸汽使这些催化剂流化，使催化剂形成湍流流化床状态，实现催化剂与催化剂取热管127的传热；这些催化剂和蒸汽同时进入第二反应区145，降低第二反应区产品分压；第二级反应后的气体和催化剂进入沉降器151内的第一级气固分离器153和第二级气固分离器154进行气固分离，沉降器稀相区152的催化剂沉降后，从第二反应区催化剂输送管148进入第一催化剂汽提段131；反应产物p经产品出口155流出沉降器151。具体实施时，经第一反应段催化剂进入管118送来的由预提升介质g沿预提升区112输送的第一催化剂a1，沿预提升区112向上流动，先与c4反应，反应混合物向上进入第一反应段111，与被蒸汽雾化后的催化原料油y混合，催化原料油y气化并沿提升管反应器向上流动，经过约1.2秒完成第一级催化裂化反应，反应产物即第一反应区物流在催化剂分流器114分离出部分催化剂，油气进入第一反应区物流输送管122；第二催化剂a2从第二反应区催化剂进入管128进入催化剂取热区125，被催化剂取热管127取出部分热量，取热后的催化剂与来自第一反应区物流输送管122的油气一起通过孔板147进入第二反应区145继续反应；第一待生剂b1经第二蒸汽分布器132引入的流化蒸汽s汽提后，从待生催化剂输送管134流出反应器；第二级反应后的催化剂从第二反应区145进入第一催化剂汽提段131，与第一反应区的催化剂一起进行汽提。实施例：本实施例使用的装置见图1；催化原料油为：重油，催化原料油性质见表1，加工量200万吨/年；原料油预热280℃；第一反应区反应时间1.2秒，反应温度510℃，剂油比6.5，第一催化剂a1为再生剂，温度680℃；雾化蒸汽量为原料油量的5％；第二反应区反应温度550℃，反应时间3.5秒，催化剂重时空速8(1/h)，剂油比7.0，第二待生催化剂b2含碳0.6％；补充蒸汽量为原料油量的12％；第一反应区反应后的催化剂分离率为85％，15％保留在油气中，第二催化剂a2温度690℃，含碳0.15％；催化剂补充和取热段的取热量18mw,取热管面积80平方米；取热介质为中压饱和水，取热介质换热后产生中压饱和蒸汽，按产汽量计算取热量并控制取热区的流化蒸汽量；第一反应区直径1.2米，反应区高度14米；第二反应区直径3.5米，高度9米，催化剂补充和取热段高度5米，直径5米，第一反应区物流输送管122直径1.4米；第一催化剂汽提段直径4.8米；第二反应段141直径5米；沉降器以及水汽分离器按常规技术设计，一般技术人员掌握；反应条件及产物分布如表2所示。对比例：采用已有常规催化裂化工艺，即采用一个常规提升管与流化床反应串联的反应技术；反应条件：第一反应区反应温度580℃，第二反应区即流化床反应区反应温度560℃，流化床反应区催化剂空速4(1/h)，流化床反应区气体表观流速1.0m/s。其他参数见表2；反应条件及产物分布如表2所示。从表2的对比结果可以看出，本发明与常规催化工艺相比：低价值产品如干气和焦炭产率明显下降，高价值产品如烯烃、液化气和汽油产率明显提高，其中干气产率下降了4.1个百分点，焦炭产率降低0.93个百分点，丙烯产率降低了1.11个百分点，丙烯对干气的选择性提高1.14。可见，干气和焦炭产率大幅下降，提高了丙烯选择性。本发明所述c4即四个碳原子的烃，为公知技术。表1催化原料油性质项目数据密度g/cm3(20℃)0.9035残碳，w％0.62氢含量，w％12.56硫含量，w％0.31氮含量，w％0.16馏程，℃256～545表2实施例与对比例的反应条件及产物分布对比项目实施例对比例第一反应区原料油提升管出口温度，℃510580第二反应区反应温度，℃550560再生温度，℃680680第二催化剂(半再生剂)温度，℃690半再生剂含碳量，％0.15第二反应区催化剂平均含碳量，％0.451.1蒸汽比例1724原料油温度280340产物分布％干气(h2～c2)5.19.2液化气(c3～c4)33.835.33汽油29.228.81柴油19.112.19重油3.64.28焦炭8.89.73损失0.40.46丙烯14.3815.49丙烯/干气2.821.68当前第1页12