一种催化裂化反应再生方法与流程

本发明涉及一种石油和化工领域气固相催化反应技术，特别是涉及一种用于石油烃催化反应再生方法。

背景技术：
石油烃催化裂化反应是原油的二次加工过程，反应是气固相裂化为主的反应，催化裂化反应原料比重一般大于0.9，反应过程一般生成进料量5.5%~10.0%的焦炭，这些焦炭附着在催化剂表面，堵塞催化剂微孔，必须循环再生。无论是装置投资，操作能耗，还是维护费用，催化剂再生过程在催化裂化反应过程中都占有主要地位。降低烟气中的过剩氧含量，降低再生系统的气体压降，降低催化剂藏量，减少氢反应引起的催化剂水热失活，对改进再生效果，对催化裂化工艺都有重要意义。已有比较典型的催化剂再生技术包括两段再生，逆流两段再生技术。尤其是UOP公司和中石化北京设计院开发的逆流两段再生技术体现了较高的效率。UOP公司和Ashland公司在US4299687中公开了其联合开发的两段逆流再生反应再生技术，CN97121795.5公开了一种重油流化催化转化重叠式两段再生技术。在石油烃催化裂化反应过程中，催化剂是核心问题，但反应过程中催化剂的性能和未反应前催化剂的性能是不同的。以烃类化合物催化裂化反应为例，反应过程中催化剂会因生焦、碱性成分和金属污染、钝化，使实际反应过程中催化剂的性能逐渐变差。另外反应过程中催化剂的活性、反应剂油比或空速、反应原料和催化剂的温度及温度差等反应条件都是影响反应结果的重要因素，这些条件的改变和控制都会改变反应结果。石油烃催化裂化以碳数大于C3的组分为目的产品，C２及以下的小分子产品主要是热裂化的产物。强化催化裂化反应，减少热裂化反应是催化裂化过程一直追求的目标。在催化裂化反应过程中反应条件的选择和控制直接关系到反应转化率和反应产品的选择性。现行优化反应系统操作的技术很多，以石油烃原料催化转化反应为例，干气预提升技术、采用改变原料注入点和注入介质的混合温度控制技术、出口区快速分离技术、急冷终止技术等都对反应结果影响明显，已在工业上得到较好应用。反应过程中催化剂性能的改进和控制也是至关重要的。自上世纪七十年代，石油烃催化裂化反应用提升管反应器代替流化床反应器。石油烃原料催化裂化反应是气固反应，反应原料一般是液态进料，液态原料首先需要吸热气化，然后气体反应物再进入催化剂微孔通道进行催化反应。气态原料的气化热由再生催化剂提供。使用管式反应器的液体原料催化反应都存在液相气化和气相反应两个过程。气化过程是靠与催化剂接触供热实现的，在气化过程中或多或少存在一定的反应。管式反应器的本质优势就在于“梯度”的存在，这样才能实现提高反应“推动力”的目标，提高反应效率和选择性。这是由提升管代替流化床的主要原因。石油烃原料构成复杂，反应器入口进入的原料分子量大致在300，反应器出口产品分子量大致在100或更小，在提升管反应器内不同位置呈现出不同的反应物性质和反应过程，也需要不同的反应条件。如在雾化喷嘴以上、气相反应区的开始阶段，原料油完成气化后进行的主要是原料油大分子裂化反应，这个过程一般经过1.5秒左右的反应时间，提升管后半部分的气相反应区则主要进行较小分子如柴油、汽油、液化气成份再反应以及异构化、氢转移等反应。因此又往往把整个气相反应区分为“裂化反应区，改制反应区”等。液相气化反应催化剂和原料间的温差和催化剂的高温都会增加热裂化反应，增加C2以下副产品比例，影响经济效益；气相裂化反应区、改制反应区的温度，剂油比，催化剂活性等都对整个反应区的反应结果造成显著影响。以石油烃类原料催化转化为例，国内外的研究结果早就证实，再生剂温度高，导致反应剂油比较低，与反应原料间的接触温差大，都会导致干气产率高，对收率产生显著影响；提升管内随着反应的进行，催化剂的活性快速降低，提升管下游反应区效率降低，影响反应效果。降低再生剂温度，提高剂油比和提高提升管内催化剂的活性是多年来催化裂化装置一直追求的目标。在降低反应原料液相气化接触区的再生剂和原料油温差方面有不少技术措施。针对降低与原料油起始接触温度问题，最容易想到的办法是“把外取热器内的低温催化剂引入提升管预提升段”。UOP公司于上世纪90年代在专利US5800697中提出了把外取热器内的低温催化剂送入提升管提预提升段的方法。这方面的专利申请较多，如US6059958，US6558530B1，CN01119805.1，CN1664074A，CN101191067A，CN101191072A等。US5800697公开了一种催化转化反应-再生方法，在再生器旁边设置催化剂降温区，来自密相床的热再生剂从出口进入降温区换热至适宜温度后经再生立管、滑阀进入提升管反应器底部参与反应，从而使反应剂油比成为独立变量。CN101161786A公开了一种石油烃类的转化方法，热的再生催化剂通过冷却器冷却返回到反应器底部与原料油接触并进行裂化反应，待生催化剂经汽提后输送到再生器进行烧焦再生后循环使用或部分直接进入反应器底部的混合器。CN101191067A公开了一种催化裂化装置的再生催化剂调温设备，在再生器密相床的旁边设置催化剂降温器，催化剂降温器内设有换热管，上部设有烟气返回管线，沿催化剂降温器垂直高度分段设置流化环，经降温的再生催化剂进入提升管反应器预提升段参与反应。CN101191071A也公开了一种催化裂化装置再生催化剂调温设备，在再生器密相床内设置一隔板，将再生器密相床分成两个区，一个区为再生烧焦区，另一个区为催化剂降温区，隔板下部设有降温器催化剂入口，催化剂降温区内设有换热管，经降温的再生催化剂进入提升管反应器预提升器参与反应。另一种降低原料油和再生剂起始接触温差的办法是把原料油的温度提高。CN101144028A公开了一种烃油裂化方法，将烃油与再生催化剂在换热器中加热，然后使换热后的烃油与换热后的再生催化剂在反应器中接触反应。石油烃催化裂化基本使用管式反应器，但提升管反应器不同位置进行着不同的反应过程，首先要进行原料油的气化，其次进行催化裂化，使大分子原料转化为汽柴油为主的产物，然后伴随着汽柴油组分的进一步反应。不同位置的反应需要不同的反应条件。已有石油烃类原料的催化裂化反应都是以出口温度作为控制条件。但提升管各部位的条件与出口相差甚远。出口条件并不能反映各部分的反应过程和结果。已有对反应条件的优化控制技术，主要集中在反应原料流程优化，反应温度、时间优化方面，对反应过程中催化剂的作用关注较少。以上公开的专利文献，也仅仅涉及降低预提升段再生剂的温度。在以上降低再生剂温度的现有技术中来自外取热器的催化剂携带一定氧气和再生烟气，这部分氧气进入了反应器与反应介质发生反应，存在着进入反应器的氧气会影响产品的问题；而来自再生催化剂携带的烟气会加大富气压机负荷，增加能耗。另外，催化剂对反应的影响因素不仅包括反应前预提升段的催化剂温度、液相（原料油）气化区接触温差和剂油比，原料油气化后的气相裂化反应区催化剂活性和剂油比对反应过程也有重要影响。对反应过程中催化剂作用的改进，除对液相气化区外，还应包括对原料油气化后的气相反应区的催化剂的改进、对提供的催化剂状态的控制、以及对催化剂携带气体的控制。综上，催化剂进入反应器的方式对改进反应效果有重要意义，优化再生和反应，形成相互匹配、完整的反应再生体统更有意义。

技术实现要素：
本发明的主要目的在于提供一种催化裂化反应再生方法，反应器和再生器之间形成再生剂和半再生剂双循环。根据反应的需要，再生器同时为反应器提供不同再生条件的催化剂，能降低热裂化尤其是气化和裂化反应区的热裂化反应，能调整气化和反应的热平衡，方便灵活地实现对反应各区催化剂进行多处控制且能降低能耗。为达上述目的，本发明提供了一种催化裂化反应方法，用于石油烃类原料催化反应过程；该反应再生方法包括：并列设置再生器、反应器、催化剂净化冷却器，其中：再生器用于对来自反应器的待生剂进行烧焦再生，再生器烧焦区按待生剂进入后的流向及烧焦程度分为形成半再生剂的半再生剂区段以及形成再生剂的再生剂区段，其中，再生剂区段位于半再生剂区段下方，且再生器设置有将烧焦区半再生剂区段内的半再生剂引到再生剂区段内的返回管；反应器主体为提升管反应段，底部设置扩径的催化剂混合段，反应器原料油进入口设置在催化剂混合段与提升管反应段之间，原料油进入口之上依次为原料油气化区、催化裂化反应区，催化裂化反应区下游设置沉降器；来自反应器的待生剂进入再生器烧焦区半再生剂区段，与来自下面的含氧气体接触反应形成半再生剂，该半再生剂经返回管进入烧焦区再生剂区段，与来自烧焦区底部的含氧气体接触反应完成再生，形成再生催化剂；将再生剂引入反应器的催化剂混合段；并从再生器导出部分半再生剂，该部分半再生剂先进入催化剂净化冷却器，在净化冷却器内冷却达到要求的温度、并置换出催化剂携带的气体介质，之后：从反应器原料油进入口（进入点）上方进入反应器参与催化裂化反应；或者，进入反应器底部的催化剂混合段，与再生剂混合，参与原料油的气化和催化裂化反应；或者，分两路，一路从反应器原料油进入口上方进入反应器，一路进入反应器底部的催化剂混合段；原料油进入反应器与催化剂接触完成气化及催化裂化反应，反应后的待生剂在沉降器内经气固分离进入汽提段，汽提后进入再生器再生。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，再生器烧焦区之上设置稀相段，烧焦区和稀相段上下同轴布置，烧焦区内反应后的烟气向上进入稀相区，经气固分离器分离出烟气携带的半再生剂后，烟气经烟气管线送出。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，再生器烧焦区内于待生剂入口之下设置有第一分布板，将烧焦区分为位于第一分布板之上的半再生剂区段以及位于第一分布板之下的再生剂区段。所述第一分布板可以是多孔隔板，也可以是其他形式的分布板，其作用之一是使来自分布板下面烧焦区的气体（可携带部分催化剂）通过该第一分布板均匀进入分布板之上的烧焦区段。本发明的方法中，用于再生的含氧气体部分是从再生器烧焦区底部直接进入再生剂区段，参与烧焦再生，之后气体通过第一分布板进入分布板之上的烧焦区段。此外，还可通过第一气体分布器引入部分含氧气体直接进入半再生剂区段。优选地，直接进入半再生剂区段的含氧气体的通入量为再生器整体含氧气体通入量的30%~40%。第一分布板的另一作用是将半再生剂和再生剂隔开，防止大部分再生剂被气流携带向上进入到半再生剂区段。可以理解，本发明中，可适当调整第一分布板的设置位置或是控制烧焦区再生剂区段的催化剂料位高度以控制从再生剂区段进入半再生剂区段的催化剂量。其中，通过控制第一分布板的设置位置或是控制再生剂区段催化剂料位高度，特意从再生剂区段向半再生剂区段提供部分催化剂，可适当提高半再生剂区段的温度。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，所述再生器烧焦区的半再生剂区段内，于待生剂入口之上还可根据需要设置有第二分布板。所述第二分布板可以是多孔隔板，或是格栅，或是其他形式的分布器。第二分布板的主要作用是设置在适当的位置将半再生剂区段进一步明确分为上下两个亚段：第一半再生段、第二半再生段，其中第一半再生段位于第二半再生段之下（即第二半再生段位于烧焦区上部），使第一半再生段的催化剂和气体均匀地向上进入到其上的第二半再生段，提高上段的反应效果。此外，本发明的方法中，还可以根据需要通过第二气体分布器引入部分含氧气体直接进入半再生剂区段的上段；优选地，此部分含氧气体的通入量小于等于再生器整体含氧气体通入量的10%。根据本发明的优选具体实施方案，本发明的方法中，以通入再生器的含氧气体的总量为100%计，从烧焦区底部直接通入再生剂区段的含氧气体的量为50%～60%左右，从半再生剂区段底部直接通入半再生剂区段的含氧气体的量为30~40%左右，直接通入半再生剂区段的上半段的含氧气体的量为0~10%左右。各部分气体可分别通过气体分布器引入再生器内，具体的气体分布器可以选用所属领域的现有技术，本发明不再赘述。其中，用于从半再生剂区段底部直接引入气体的分布器（即前述第一气体分布器）、用于将气体直接引入半再生剂区段的上半段的气体分布器（即前述第二气体分布器）的设置应以不影响物料通过所述分布板为原则，气体分布器可设置在相应的分布板下方或上方；优选地，气体分布器设置在所述分布板下方。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，反应器催化剂混合段内按密相流化床条件设计，催化剂流化床气体表观流速为0.2~0.6m/s；催化剂混合段内部设置催化剂内循环混合导管，使混合段内的催化剂在混合段内导管和流化床之间循环。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，在反应器的汽提段与反应器底部催化剂混合段之间还设置有待生剂返回管，使部分待生剂返回催化剂混合段。优选地，该方案是在当从再生器导出的半再生剂仅从反应器原料油进入口上方进入反应器参与催化裂化反应、而未将半再生剂引入反应器底部的催化剂混合段的情况下实施。整体而言，本发明的催化剂反应再生方法用于石油烃类原料催化反应过程，反应器和再生器之间形成再生剂和半再生剂双催化剂循环，可根据反应的需要再生器同时为反应器提供不同再生条件的催化剂，能降低热裂化尤其是气化和裂化反应区的热裂化反应、调整气化和反应的热平衡、实现方便灵活地对反应各区催化剂进行多处控制，该催化裂化反应再生方法由以下几个环节组成（为方便描述，以下是以三段再生形式的逆流烧焦再生器进行描述，其中，按照待生剂进入再生器的流向，第一段设置在烧焦区中部，第二段设置在烧焦区上部，第三段再生器设置在烧焦区底部。第一段和第二段为半再生剂区段（或称第一段为半再生剂区段的下段，第二段为半再生剂区段的上段），第三段为再生剂区段。可以理解，各段的空间并非是严格将烧焦区高度三等分而划分，各段之间并没有明确的界限，特别是当中段与上段之间未设置所述第二分布板时，中段与上段可以统称为中上段或直接称为半再生剂区段）：1）、再生器按以下方式向反应器提供催化剂：再生器烧焦区底部的再生剂进入反应器原料油进入口下方的催化剂混合段；来自设在再生器烧焦区半再生剂区段（可以是上述第二段或第一段）的半再生剂先进入催化剂净化冷却器，在净化冷却器内冷却达到要求的温度、并置换出催化剂携带的气体介质后，在原料油雾化喷嘴上方进入（例如原料油完成气化后立即进入）反应器参与催化裂化反应；或者，该半再生剂进入反应器底部的催化剂混合段，与再生剂混合形成温度低于再生剂的催化剂，参与原料油的气化和反应；或者，来自设在再生器烧焦区半再生剂区段（第二段或第一段）的半再生剂先进入催化剂净化冷却器，在净化冷却器内冷却达到要求的温度、并置换出催化剂携带的气体介质后，分两路分别在原料油雾化喷嘴上方进入反应器以及进入反应器底部的催化剂混合段参与原料油的气化和催化裂化反应；反应器内反应后的再生剂和半再生剂即待生剂，在沉降器内经气固分离进入汽提段，汽提后的待生剂进入再生器再生恢复活性。2）、汽提段内的部分待生剂经待生剂返回管返回反应器底部的催化剂混合段，或者来自设在再生器半再生剂区段（第二段或第一段）的半再生剂先进入催化剂净化冷却器，在净化冷却器内冷却达到要求的温度、并置换出催化剂携带的气体介质后，进入反应器底部的催化剂混合段；返回的待生剂或净化冷却后的半再生剂在催化剂混合段内与经再生立管进入的再生剂混合，形成比再生剂温度低的催化剂，在预提升介质的作用下，向上流动，与原料油接触，使原料油气化，气化后进行催化裂化反应；然后在沉降器内经气固分离后进入汽提段；返回的待生剂或净化冷却后的半再生剂数量由需要的混合段内的催化剂混合温度控制。3）、反应原料经喷嘴雾化后进入反应器气化区，首先与来自底部催化剂混合段的催化剂混合物接触，吸收催化剂的热量实现原料气化；气化后的油气和催化剂选择性地立即与经过净化冷却器来的半再生剂混合，在新催化剂环境下进行气相裂化反应。4）、反应器底部设置直径大于提升管裂化反应段的催化剂混合段，使经再生立管与待生剂返回管或净化冷却器进入的催化剂混合均匀；该催化剂混合段内按密相流化床条件设计，催化剂流化床气体表观流速为0.2~0.6m/s。预提升介质在该催化剂混合段底部进入，使催化剂混合均匀，同时实现催化剂的输送。此外，催化剂混合段内部还可设置催化剂内循环混合导管，使混合段内的催化剂在混合段内导管和流化床之间循环，增强混合效果。5）、优选地，催化剂净化冷却器包括催化剂冷却部分、携带气体汽提部分；催化剂冷却部分内部设置换热管，冷却介质在管内循环，催化剂在管外；催化剂经入口管进入净化冷却器，经输送管排出并送入反应器，蒸汽或氮气作为汽提介质，汽提介质在净化冷却器底部区域进入，汽提介质和催化剂携带气体在上部排出。6）、反应器内的催化剂和反应油气完成反应后经气固分离器分离，油气进入分馏塔，催化剂进入汽提段汽提，汽提后的待生剂经待生立管返回再生器再生，分别形成再生剂和半再生剂再返回反应器参与反应。7）、待生剂在汽提段汽提出携带的油气后，经待生立管进入设在再生器中部的第一段再生器（即，从半再生剂区段下部进入），与来在下方的再生剂区段（第三段再生器）的含氧气体反应，催化剂在气体的作用下向上进入最上方的第二段再生器（半再生剂区段的上段）继续进行催化剂再生，在第一段和第二段再生器内均形成半再生剂，烟气向上进入稀相区，经气固分离器分离出催化剂后经烟气管线送出，第二段内的半再生剂经半再生剂回流管返回底部的第三段再生器继续再生，形成再生剂；再生剂经再生立管进入反应器底部的催化剂混合段；部分半催化剂从上部的第一段或第二段再生器引出经催化剂净化冷却器处理后进入反应器。8）另外，再结合本发明的再生器中的气体说明下再生器内反应情况：再生器烧焦区底部第三段内低含碳的催化剂与高含氧的新鲜空气反应；第一段再生器内的催化剂在气体介质的输送下与含氧烟气一起向上进入第二段再生器，在密性流化床状态下继续再生，形成半再生催化剂；半再生催化剂经回流管进入底部的第三段再生器，与高含氧的新鲜空气接触再生，形成再生催化剂；压缩空气在底部进入第三段再生器，形成高氧含量和低碳浓度条件；部分再生空气直接进入第一段和第二段再生器；分别从第三段再生器和第二段再生器引出再生剂和半再生剂参与反应器的反应，形成再生剂与半再生剂循环。再生器内烟气向上进入稀相区，经气固分离器分离出催化剂后经烟气管线送出。本发明的反应器内，在原料油进入口以上进入的催化剂温度高于反应出口温度时，本发明气化和反应需要热量分两级提供，一部分通过气化区下方催化剂混合段的催化剂提供，另一部分通过在气化后进入的半再生剂提供。优选地，在原料油气化后进入的催化剂温度可以高于反应器出口温度，使该部分催化剂提供一部分反应热。根据本发明的具体实施方案，本发明的催化剂净化冷却器催化剂区内上部设置换热管，在冷却催化剂的同时，反应原料在该换热管内加热，加热后进入反应器；或者在换热管内发生蒸汽；催化剂净化冷却器内下部设置催化剂携带气体置换区。根据本发明的具体实施方案，本发明的反应器原料油气化后的整个气相反应区为提升管反应器，或在冷却净化催化剂进入处上方油气经0.8~1.5秒反应时间完成原料油裂化反应后设置扩径的反应段；该扩径段内气相流速1.8m/s至4.0m/s，反应时间3.0秒至5.5秒。根据本发明的具体实施方案，本发明的再生器各段采用快速流化床条件，烧焦区半再生剂区段的气体空塔流速为0.6~2.5m/s（当半再生剂区段进一步分为两个亚段时，优选控制位于半再生剂区段下部的第一段气体空塔流速为1.2~2.5m/s，控制位于半再生剂区段上段部分的气体空塔流速为0.6~1.2m/s），再生剂区段气体空塔流速为0.6~1.2m/s。即，对于前述三段形式的再生器而言，第一段气体空塔流速为1.2~2.5m/s，第二段气体空塔流速为0.6~1.2m/s，第三段气体空塔流速为0.6~1.2m/s。可以根据需要通过改变设备直径调整流速或由要求的流速确定直径。根据本发明的具体实施方案，进入反应器大多半再生催化剂含碳量为0.10~0.5wt%。优选地，本发明中控制再生器上段（三段形式的再生器的第二段）半再生剂含碳量为0.15~0.4wt%。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，控制再生器烧焦区半再生剂区段温度为650~720℃（当半再生剂区段进一步分为两个亚段时，优选控制位于下部的第一区段的温度为650~690℃，位于上部的第二区段的温度为660~720℃），再生剂区段的温度为640~700℃。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，进入反应器催化剂混合段的半再生剂或待生剂的量为再生剂量的10%~100%，优选为20%~100%。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，从反应器原料油进入口上方、原料油完成气化后的位置进入反应器的半再生剂的量为进入反应器的再生剂量的10%~50%。根据本发明的具体实施方案，本发明的方法中，催化剂混合段内设催化剂混合循环管，该管流通横截面积优选为催化剂混合段流通横截面积的10%~40%，优选为10%~30%。更优选地，控制内循环管气体表观流速1.5m/s~5.0m/s。本发明的用于实现所述反应再生方法的装置可参见图1~图3所示。具体而言，本发明提供了一种用于实现所述反应再生方法的装置，该装置包括并列设置的再生器、反应器、催化剂净化冷却器，其中：再生器用于对来自反应器的待生剂进行烧焦再生，再生器烧焦区按待生剂进入后的流向及烧焦程度分为半再生剂区段以及再生剂区段，其中，再生剂区段位于半再生剂区段下方，待生剂入口设置在半再生剂区段下部，且再生器设置有将烧焦区半再生剂区段内的半再生剂引到再生剂区段内的返回管；反应器主体为提升管反应段，底部设置扩径的催化剂混合段，反应器原料油进入口设置在催化剂混合段与提升管反应段之间，原料油进入口之上依次为原料油气化区、催化裂化反应区，催化裂化反应区下游设置沉降器；反应器与再生器之间设置有将来自反应器的待生剂引入再生器半再生剂烧焦区段的下部的待生立管，并设有将再生器的再生剂引入反应器的催化剂混合段的再生立管；再生器与催化剂净化冷却器之间设置有将再生器的半再生剂引入催化剂净化冷却器的半再生剂输送管；催化剂净化冷却器与反应器之间设置有将催化剂净化冷却器内的半再生剂从反应器原料油进入口上方进入反应器的半再生剂输入管，还设置有将将催化剂净化冷却器内的半再生剂输送入反应器底部的催化剂混合段的半再生剂输入管。在本发明的一具体实施方案中，本发明的任务是这样实现的：再生器、反应器、催化剂净化冷却器并列设置；来自第三段再生器的再生催化剂经再生立管在进料喷嘴下方进入反应器催化剂混合段，完成反应后经汽提段汽提返回再生器；来自第二再生器的半再生催化剂经催化剂净化冷却器处理后在原料油气化后的位置进入反应器参与裂化反应；冷却后的催化剂温度根据反应器气化后设定测温点的温度或与反应器气化后设定测温点温度的差控制，或半再生催化剂经取热冷却后的催化剂温度根据反应器的出口温度或与反应器出口温度的差控制；催化剂净化冷却器内的催化剂再经过蒸汽汽提除去携带的氧气和其他气体，然后经输送管在重力作用下在原料油气化后的部位送入反应器，与原料油进行裂化反应，催化剂完成反应后经汽提返回再生器；蒸汽或氮气在催化剂净化冷却器底部进入催化剂净化冷却器，向上经过汽提区和冷却区，在顶部排气管线排出；汽提段内的部分待生剂经待生剂返回管返回反应器底部的催化剂混合段，与再生剂均匀混合，使再生剂温度降低，增加原料油气化区的剂油比；根据原料不同待生剂返回量为再生剂量的0.1~1.0倍；或者来自第二段再生器的半再生催化剂经催化剂净化冷却器处理后分分别在反应器底部的催化剂混合段和原料油气化后的位置进入反应器。反应器原料进入口下方的催化剂温度由待生剂或低温半再生剂的量控制；反应原料气化后的反应温度由再生立管滑阀控制；或者反应器出口温度由再生立管滑阀控制；催化剂混合段的催化剂温度根据反应原料变化，一般在620℃～660℃之间。催化剂再生用压缩空气的60%左右在第三段再生器内进入再生器，其他约40%（优选是30%~40%）的压缩空气进入第一段再生器参与待生剂的再生。本发明与现有技术相比，其有益效果是：首先，通过待生剂的循环的方法在不改变反应再生间热平衡、不改变再生器烧焦碳差的条件下增加反应器自身的催化剂循环量即剂油比；第二，当在原料油进入口上方进入的催化剂温度高于反应器出口温度时可以实现向反应器供热的分级，部分反应热（优选是50%~10%的反应热）在原料油气化后提供，方便地调节与原料油接触气化的催化剂温度，降低气化接触区过剩热，进而限制该区的热裂化程度，减少热裂化产物；第三，除向反应器进料下方补充低温待生剂或半再生剂外，本发明可以方便的向气相裂化反应区补充高活性、与反应温度协调的催化剂；增加气相反应区催化剂的活性和反应剂油比；因为进入反应器裂化反应区的催化剂温度比再生剂低，同样的供热量需要更多的催化剂量，在供热量相同的情况下仍能实现更高的催化剂循环量即更大的剂油比；第四，本发明的方法使进入反应区的部分半再生剂得到净化，置换出了携带的氧气、氮气和来自再生器的气体，避免了这些气体对反应的影响，降低了气压机负荷，降低能耗；第五，本发明再生部分同时为不同目的反应提供不同条件的催化剂，实现再生剂和半再生剂同时循环，形成再生和反应的多重催化剂选择；第六，本发明实现多段逆流再生，提高再生效率，可以降低再生器催化剂藏量，降低过剩氧含量。附图说明图1：本发明的一具体实施方式的催化裂化反应工艺中反应器-再生器部分结构示意图。图2：本发明的另一具体实施方式的催化裂化反应器-再生器部分结构示意图。图3：本发明的另一具体实施方式的催化裂化反应器-再生器部分结构示意图。图4：本发明烧焦区间分布板的一种实施方式的结构示意图。图5：本发明烧焦区间分布板的另一种实施方式的结构示意图。图中编号说明：I反应器原料和催化剂接触气化区；II反应器气相催化裂化反应区；IIA扩经反应区；1再生器；2催化剂净化冷却器；3反应器；5外取热器；1A半再生剂区段；1B再生剂区段；10第一段再生器（烧焦区中段、第一半再生段）；10A第一分布板（多孔隔板）；10B、11B气体和催化剂上升孔；11第二段再生器（烧焦区上段、第二半再生段）；11A第二分布板（多孔隔板）；10C、11C分布板孔罩；12第三段再生器（烧焦区下段）；13再生器稀相段；14烟气出口管；15半再生剂回流管（返回管）；16半再生剂回流管滑阀；17半再生剂引出口；18待生剂入口；19再生剂出口；51外取热器气体出口管；52气体分布器；53外取热器催化剂出口管；54滑阀；21水汽分离器；22催化剂净化冷却器净化气体分布器；23、23A催化剂输送管；25净化冷却器催化剂输送管滑阀；26催化剂净化冷却器流化操作介质分布器；27催化剂净化冷却器汽提区；28催化剂净化冷却器冷却区；29催化剂净化冷却器顶部排气管；30催化剂混合提升器（催化剂混合段）；30A催化剂混合循环管；30B预提升介质入口；31进料喷嘴；32催化剂分配器；33再生立管；34待生立管；35汽提段；36旋分器；37沉降器；39油气出口；38再生滑阀；41待生剂返回管；42滑阀；43净化冷却器操作介质；61第三气体分布器，62第一气体分布器，63第二气体分布器；80催化剂净化冷却器出口催化剂温度；83催化剂混合段混合后的混合催化剂温度；84原料油气化后的温度；85反应出口温度；81温差；A压缩空气；C催化剂；F烟气；S蒸汽；G预提升介质；O反应原料油；N氮气。具体实施方式以下结合附图及实施例详细说明本发明的技术方案，本发明的保护范围包括但是不限于此。本发明中未详细提及的设备结构，均可采用所属领域的常规技术。请参见图1~图3所示，本发明的用于实现所述反应再生方法的装置包括并列设置的再生器1、催化剂净化冷却器2和反应器3，其中：再生器1用于对来自反应器3的待生剂进行烧焦再生，再生器1烧焦区内于待生剂入口18之下设置有第一分布板10A，将烧焦区分为位于第一分布板之上的半再生剂区段1A以及位于第一分布板之下的再生剂区段1B。待生剂入口18通常设置在半再生剂区段较为靠下的位置。第一分布板10A在烧焦区的设置位置可以根据半再生剂区段、再生剂区段的烧焦程度及料位高度等进行调整，可以是设置在烧焦区中部偏上的位置（如图1所示），也可以设置在烧焦区中部偏下的位置（如图2、图3所示）。并且，如图2、图3所示，再生器烧焦区的半再生剂区段内，于待生剂入口18之上还可进一步设置有第二分布板11A，将半再生剂区段进一步明确分为上下两个亚段：第一半再生段10、第二半再生段11，其中第一半再生段位于第二半再生段之下。此外，再生器设置有将烧焦区半再生剂区段内的半再生剂引到再生剂区段内的返回管15。以下以图2、图3所示的三段烧焦再生形式的再生器为例进行说明。请参见图2~图3所示的催化裂化反应器-再生器的装置中，再生器为三段烧焦再生形式，此处所述三段是指按空间位置将再生器烧焦区分为上中下三段，三段之间用分布板隔开。烧焦区内设置第一分布板10A和第二分布板11A，可以定义第一分布板10A之下的烧焦区为下段或再生区段，第二分布板11A之上的烧焦区为上段或半再生区上段，第一分布板10A与第二分布板11A之间的烧焦区为中段或半再生区下段。第一分布板10A与第二分布板11A的具体结构可参见图4、图5所示，可以是如图4所述的普通的多孔隔板，即隔板中间设有多个气体和催化剂上升孔10B、11B，作为烟气F、催化剂C的流通通道，也可以如图5所示在气体和催化剂上升孔10B、11B上进一步设置分布板孔罩10C、11C，以调节气体和催化剂流动状态。再请参见图2、图3所示，三段再生器和再生器稀相段13上下同轴布置，按照待生剂在再生器中的流向，第一段再生器10设置在烧焦区中部，第二段再生器11设置在烧焦区上部，第三段再生器12设置在再生器烧焦区底部，待生剂进入第一段再生器，与来自第三段以及第一气体分布器62的含氧气体反应，催化剂与气体一起向上经过第二分布板输送到第二段再生器继续再生，第二段的催化剂经催化剂返回管进入第三段再生器，高含氧的新鲜空气通过第三气体分布器61在该段底部进入，与来自半再生剂烧焦区的低含碳量的半再生剂反应，完成催化剂再生；约50%~60%的压缩空气通过第三气体分布器61进入第三段参与第三段再生器的反应，约30%~40%的压缩空气通过第一气体分布器62进入第一段反应，0～10%的压缩空气通过第二气体分布器63进入第二段再生器；第三段再生器采用密相流化床状态操作（优选地，密相流化床空塔流速0.5ｍ/s～1.2ｍ/s）；本发明的反应再生方法为反应器提供不同的再生剂；从第三段再生器（即再生剂烧焦区）12引出再生剂，经再生立管33直接在反应器3的反应原料进入口（进料喷嘴31）下方进入反应器底部的催化剂混合段30，同时待生催化剂或者来自第二段再生器经催化剂净化冷却后的半再生催化剂进入该催化剂混合段30，该催化剂混合段30直径为反应器裂化段直径的1.5~2.5倍，采用密相流化床条件操作，使催化剂均匀流化；催化剂混合段内设催化剂混合循环管30A，该催化剂混合循环管横截面积为催化剂混合段横截面积的10%~40%（优选10%~30%）；用内部循环方式使催化剂在催化剂混合器内循环，实现催化剂的均匀混合；催化剂混合段内的催化剂提供全部气化热和部分反应热，同时用该催化剂量调节反应器的反应温度；也可以在汽提段35和反应器底部催化剂混合段30之间设置待生剂返回管41，使部分待生剂返回催化剂混合段与再生剂混合，由于该待生剂温度远低于再生剂温度，该回流的待生剂数量可以调节与原料油接触前的催化剂温度以及催化剂与原料油的接触温差；该回流的待生剂仅在反应系统循环，不改变反应器3与再生器1间的催化剂循环量；本发明来自第二段再生器11的半再生催化剂在催化剂净化冷却器2内冷却并控制温度达到要求的温度（本发明中通常为480~570℃）、置换出携带的气体介质后，在原料油气化后的位置进入反应器3，参与裂化反应区的反应，使反应器反应区的反应剂油比得到进一步提高并可以独立控制。本发明采用1.5~2.5ｓ的短反应时间；300℃~360℃左右的原料油预热温度，9～15的剂油比条件，最大限度提高汽油产率减少干气和焦炭产率。此外，如图3所示，本发明的再生器可设置外取热器5，其包括相应的配套设施包括外取热器气体出口管51、气体分布器52、外取热器催化剂出口管53、滑阀54等，外取热器的设置可参照本领域的常规操作进行，本发明不再赘述。本发明中，在反应器3和再生器1之间设置独立的催化剂净化冷却器2，催化剂净化冷却器2包括催化剂冷却部分、携带气体汽提、催化剂温度控制、蒸汽调节和汽提气排出管线、催化剂进出管线部分；催化剂冷却部分在催化剂流动区的上方，汽提器在下方；催化剂经一个入口管进入，经输送管排出并送入反应器，蒸汽或氮气在汽提区下方域进入，汽提介质和再生剂携带气体在上部排出，蒸汽进入管线上设置调节阀，该调节阀由催化剂净化冷却器的催化剂温度控制或者由反应区相应位置的温度与催化剂净化冷却器的催化剂温度差控制。本发明中，根据反应器进料口上方的气化后的物流温度对催化剂净化冷却器内催化剂温度进行控制，使进入裂化反应区的催化剂与裂化反应区反应条件相适应；为实现要求，分别在反应器裂化反应区催化剂进入口和反应原料进入口之间的气化区及催化剂净化冷却器设置测温点，由该两处温度差作为指标，控制催化剂净化冷却器操作介质管线调节阀开度，或者由反应器出口和催化剂净化冷却器的温度差作为指标，控制催化剂净化冷却器操作介质管线调节阀开度；该调节阀进一步控制进入催化剂净化冷却器的操作介质量，实现对催化剂净化冷却器内催化剂和反应器反应温度的关联控制，使进入反应器裂化反应区的催化剂始终适应反应器内的条件；或者用催化剂净化冷却器的温度作为指标控制进入该催化剂净化冷却器操作介质管线调节阀开度，调节进入的流化介质量，实现对催化剂净化冷却器引出的温度的控制。本发明的催化剂净化冷却器用蒸汽或氮气作为操作介质，用蒸汽或氮气实现对催化剂携带烟气的置换和对催化剂温度的控制；或者设置空气和蒸汽两种操作介质，蒸汽在空气下方进入催化剂净化冷却器；调节空气量可以改变催化剂温度；调节蒸汽量可以控制催化剂温度和携带气体的置换效果。本发明的催化剂净化冷却器的催化剂在反应原料进入口起上方按气化后的气体计算经0.1秒至0.5秒的流动时间的位置内进入反应器；或者在反应原料进入口以上1.0米至6米的区域内进入参与反应器裂化反应区的反应。本发明催化剂净化冷却器内上部设置换热管，在冷却催化剂的同时，反应原料在该换热管内加热，然后进入反应器；或者在换热管内发生蒸汽；催化剂净化冷却器内下部设置催化剂携带气体置换区。本发明的反应器可以整体为提升管反应器，或者参见图2，也可以在冷却净化催化剂进入处上方反应器下游设置扩径的反应段IIA；优选地，该扩径段内气相流速1.8m/s至4.0m/s，反应时间3.0秒至5.5秒。扩径的反应段IIA主要是根据汽油的烯烃转化要求而设置。再请参见图2所示，本发明的一种催化裂化反应及再生方法中，第三段再生器12中的再生催化剂和第二段再生器11中的半再生催化剂分别从再生剂出口19、半再生剂引出口17引出送入反应器3，来自再生器1第三段12的再生剂经再生剂出口19从再生立管33直接进入反应器3底部的催化剂混合段30，在经预提升介质入口30B进入的预提升介质的作用下向上流动，先与原料油接触使其气化，然后完成催化裂化等反应；完成反应后在汽提段35汽提出携带的油气，经待生立管34返回第一段再生器10，来自第二段再生器11的半再生剂经催化剂净化冷却器2处理后，经催化剂输送管23在重力作用下在反应器原料油完成气化的位置送入反应器3，参与裂化反应，完成反应后在汽提段35汽提出携带的油气，然后经待生立管34从待生剂入口18返回第一段再生器10；部分汽提段35内的待生剂经待生剂返回管41返回到催化剂混合段30。或者参见图3，来自第二段再生器11的半再生剂经催化剂净化冷却器2处理后经催化剂输送管23A进入催化剂混合段30，与再生剂混合并使再生剂降温。本发明中，根据反应器原料进料口以下催化剂混合段混合后的混合催化剂温度83，如图1、图2所示，调节待生剂返回管滑阀42，控制返回的待生剂数量，或者如图3所示，调节滑阀42以控制经催化剂净化冷却器进入的低温半再生剂的量，从而实现对催化剂混合段内的催化剂温度的调节；催化剂混合段内设置催化剂混合管30A，使混合段内的催化剂在混合段内循环，增强催化剂混合效果；在催化剂净化冷却器催化剂输送管23中催化剂靠重力向下进入原料油进料口上方的反应器裂化反应区II，根据该反应区催化剂进入口和反应原料进入口之间的温度（即原料油气化后的温度84）与催化剂净化冷却器出口催化剂温度80之间的温差81，调节催化剂净化冷却器2操作介质43或蒸汽S或氮气N控制催化剂净化冷却器出口催化剂温度80，向反应器裂化反应区II提供符合要求的催化剂；蒸汽或氮气在催化剂净化冷却器2底部经气体分布器22进入催化剂净化冷却器2，向上经过催化剂净化冷却器汽提区27和催化剂净化冷却器冷却区28，在催化剂净化冷却器顶部排气管29排出；反应器内原料油气化后的温度84或反应出口温度85由再生滑阀38通过再生剂流量调节控制；原料油经换热加热后经进料喷嘴31雾化后进入反应器；第二段再生器内的半再生剂经回流管15进入第三段再生器12；空气A分别进入第三段再生器12和第二段再生器11以及外取热器5；预提升介质G进入催化剂混合段；原料油O经进料喷嘴31进入反应器；蒸汽S进入汽提段。实施例：本实施例中所用的反应区催化剂控制和再生剂取热冷却方法的装置参见图3所示。某年产150×104t/a的石油烃催化裂化装置，采用烧焦罐再生，反应再生并列布置，提升管反应器3，催化剂净化冷却器2产生中压蒸汽，催化剂净化冷却器2采用自带汽液分离器型式，气液分离器直接连接在催化剂净化冷却器2上，直径与净化冷却器相同。反应物料和实施例与原有技术的对比例反应条件见下表。本发明实施例与原油技术对比例的反再装置尺寸见下表。实施例与原有技术对比例反应产品分布见下表。