一种石油烃多级流化催化反应方法及反应器与流程

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多级流化催化反应方法及反应器，能够多产丙烯。
背景技术：
：催化裂化装置是主要的汽油生产装置，也是丙烯的重要生产装置。丙烯是最重要的石油化工原料之一。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；国外公司多产丙烯技术也多为采用双提升管方法。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。现有技术主要集中在通过催化剂和反应条件改变上，如采用比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多级流化催化反应方法，实现针对不同性质原料按各自的条件的分级反应，同时实现反应过程中对催化剂和反应温度的分级的控制，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多级流化催化反应器。本发明技术方案如下：一种石油烃多级流化催化反应方法，该反应方法在一个反应器内实现分区多级反应，包括原料油一级反应、二级反应,轻烃和/或循环油裂解反应过程；该方法中催化裂化原料油一级和二级反应过程中实现催化剂置换和两级接力反应，也实现轻烃或/和循环油的两级反应；这些反应在一个反应器内不同区域实现；轻烃和/或循环油第一级反应在独立的反应区进行；催化裂化原料油先进入第1反应区(又称原料油反应区或原料油裂化反应区)在催化剂(再生催化剂)环境下进行第一级催化裂化反应，随即在第1反应区出口进行催化剂分离，油气经设在第3反应区内部的第1反应区出口物流输送管向上进入第2反应区继续深度裂解的第二级催化裂化反应，第一催化剂在原料油入口下方进入第一反应段，在预提升介质作用下进入第1反应区；第2反应区的物流从输送管进入沉降器内进行气固分离；第1反应区采用提升管反应条件，其出口设置催化剂分流器(旋流气固分流器)；在第一反应段上方设置第3反应区，第3反应区为轻烃、循环油反应区，第二催化剂在第三反应段进入第3反应区，轻烃和/或循环油进入第3反应区在第二催化剂环境下，进行独立的第一级催化裂化反应；然后第3反应区的催化剂和反应产物向上进入第2反应区继续进行第二级催化裂化反应(即第3反应区反应后的催化剂继续在第2反应区使用)；第3反应区采用湍流流化床或循环流化床反应条件；具体实施时，第二催化剂进入该第3反应区与进入该反应区的反应原料进行催化反应，该第3反应区设置在第1反应区上方的第1反应出口物流输送管周围，从反应器外进入第3反应区的第二催化剂在该区用蒸汽流化，形成湍流流化床或循环流化床条件；第1反应区的反应产物和部分催化剂与第3反应区反应后的催化剂和气体汇合后进入上方的第2反应区，在第2反应区进行第二级催化反应，实现再次裂化转化；第3反应区的反应产物和催化剂与第1反应区的油气进入第2反应区继续反应。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，反应过程在一个上下分区的石油烃多级流化催化反应器内完成，经历以下步骤：第一催化剂从第一催化剂进入管进入第一反应段的预提升段(或催化剂输送区)被预提升介质流化输送到第1反应区，原料油经过原料油入口由蒸汽雾化后进入第一反应段的第1反应区内，与第一催化剂混合接触气化并进行第一级催化裂化反应，该反应在提升管反应器完成，原料油用蒸汽通过喷嘴雾化成小液滴后在提升管反应区内与催化剂接触并获得热量使原料油进行催化裂化反应，第1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，尽管并非必须，一般情况下第1反应区的反应时间控制在1.5秒以内，不宜大于2.5秒，反应温度控制在540℃以下；完成第一级催化裂化反应后，直接从设在第1反应区出口的催化剂分流器分离出部分催化剂，具体实施时，第1反应区的催化剂分流率为70％到90％，保留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2反应区；从第1反应出口物流分离出的催化剂沉降进入下方的第一汽提段汽提后从待生剂输送管流出反应器；油气经过第1反应区出口物流输送管进入上方的第2反应区进行第二级催化裂化反应；具体实施时，第二级催化裂化反应可以进一步增加蒸汽比例，降低石油烃组分分压；第二催化剂从第二催化剂进入管进入设在第一汽提段和第二反应段之间第三反应段的第3反应区，轻烃和/或循环油进入第3反应区，在第二催化剂环境下进行独立的第一级催化裂化反应；然后第3反应区的催化剂和反应产物向上进入第2反应区继续进行第二级(再次)催化裂化反应，所述轻烃为c4组分或终馏点低于210℃的石油烃；在第3反应区内用蒸汽进行催化剂流化，使该区形成湍流流化床或循环流化床状态，这些蒸汽同时进入第2反应区；第2反应区反应后的气体和催化剂输送到沉降器内旋风分离器进行气固分离，反应产物流出沉降器；第2反应区反应后的催化剂从第2反应区催化剂回流管直接进入第一汽提段的第一催化剂汽提区与经催化剂分流器从第1反应区分离的催化剂一起进行汽提，汽提后从待生剂输送管流出反应器；或者在第2反应区外设置第二汽提段，汽提后的第二待生催化剂从催化剂流出管流出反应器；多种原料在第3反应区反应时，原料按沸点或终馏点分层进入第3反应区进行反应，沸点或终馏点低的组分在下层进入第3反应区，沸点或终馏点高的组分依次在上一层进入第3反应区；当轻烃和轻循环油组分同时在第3反应区反应时，轻烃在第3三反应区下方进入反应区，轻循环油在轻烃上方进入第3反应区。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，第1反应区采用提升管即输送床反应形式，第3反应区采用湍流流化床反应形式，第2反应区采用循环流化床或湍流流化床反应形式，以增产丙烯为目的时，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。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，所述第三反应段内通过竖向隔板和/或竖向筒体竖向分成多个隔离的区即隔板区和/或筒体区；进入第三反应段的催化剂通过各隔板区和/或筒体区底部联通通道分别进入各区；分割成的这些隔板区和/或筒体区全部或部分用作第3反应区；轻烃和/或循环油在上述隔板区和/或筒体区中的一个、多个或全部区内反应；当多种原料在第3反应区反应时，不同原料在不同的隔板区或筒体区按各自的条件反应；尤其是当c4组分独立进入第三反应段时，优选在独立的隔板区或筒体区内反应。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，进入第3反应区的反应物数量即轻烃和/或循环油数量按第2反应区反应后催化剂的含碳量即第2反应区的催化剂活性控制，使第2反应区反应后的催化剂含碳量重量比不大于0.8％；或者进入第3反应区的反应物数量即轻烃和/或循环油数量按第3反应区反应后催化剂的含碳量控制，使第3反应区反应后的催化剂含碳量重量比不大于0.4％。具体实施时，当第3反应区轻烃和循环油反应后不能满足第2反应区催化剂含碳量的要求时，在第3反应区设置催化剂取热管，通过催化剂取热实现第2反应区催化剂的控制要求；当第三反应段分割成为多个隔离的区时，催化剂取热管可以设在作为第3反应区的隔离的区内(即取热管同时设在隔离的反应区内，此反应区内同时取热和反应)，或者设在独立的不作为第3反应区的隔离的区内。流化床内催化剂取热是常见技术，不再详述。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，第2反应区采用比第1反应区高的反应温度；第2反应区反应温度比第1反应区反应温度高0℃到70℃，优选10℃到70℃；第2反应区反应温度由第二催化剂数量控制。上述的石油烃多级流化催化反应方法，进一步地，在第2反应区和第二反应段外壳体之间设置第4反应区，该区用于循环油或回炼油反应。本发明同时提供了一种石油烃多级流化催化反应器：反应器自下而上由第一反应段、催化剂分流器、第三反应段、第二反应段和沉降器组成，第一反应段为提升管反应器，自下而上包括第一催化剂进入管、预提升段、原料油入口、第1反应区，用于原料油反应；在原料油反应区即第1反应区周围设置第一汽提段，所述催化剂分流器设置在所述第一反应区出口，并位于所述第一汽提段的第一催化剂汽提区内的顶部；第一催化剂汽提区与第三反应段之间设置有隔板，隔板上设置有第1反应区出口物流输送管；所述第1反应区出口物流输送管出口位于第3反应区顶部第2反应区入口处(此第1反应区出口物流输送管位于第3反应区内部)；第三反应段设置有轻烃或循环油入口和第二催化剂进入管，用于轻烃和循环油反应；第2反应区设在第二反应段内部，第三反应段与第二反应段内的第2反应区外部之间设置有第二隔板，第2反应区与沉降器内气固分离器之间设置输送管。上述的石油烃多级流化催化反应器，进一步地，第一反应段、催化剂分流器、第一汽提段、第三反应段、第二反应段和沉降器上下同轴布置。上述的石油烃多级流化催化反应器，进一步地，第三反应段和第2反应区之间设置孔板，来自第1反应区的物流和来自第3反应区的催化剂和气体通过该孔板分布到第2反应区。上述的石油烃多级流化催化反应器，进一步地，在第二反应段与第一汽提段之间设置有第2反应区催化剂回流管，使第2反应区反应后的催化剂直接回流到第一汽提段，或第二反应段与第一汽提段之间设置第2反应区催化剂回流管，并在第2反应区外(即第2反应区和第二反应段外壳体之间)设置第二汽提段，使第2反应区反应后的催化剂在第二汽提段内汽提后从第2反应区催化剂回流管进入第一汽提段，然后从待生剂输送管流出反应器。具体实施时，第2反应区外为第2反应区反应后的催化剂储存区，沉降器内的气固分离器分离出的催化剂先进入该储存区，然后进入第一汽提段汽提后流出反应器，或者在该储存区设置汽提构件，该储存区可以作为第二汽提段使用，该第二汽提段设置催化剂流出管(口)，气固分离器分离出的催化剂直接在该储存区汽提后流出反应器，或者先在该第二汽提段汽提后再进入第一汽提段汽提。上述的石油烃多级流化催化反应器，进一步地，需要时在第2反应区外围设置第4反应区，用于循环油或回炼油的独立反应；当第2反应区外的设置有第二汽提段时，所述第4反应区位于第二汽提段上方。具体实施时，在该第4反应区利用第2反应区催化剂的热量和剩余活性进行重循环油或回炼油催化转化，该反应区采用鼓泡流化床或湍流流化床条件；当c4独立回炼时，c4可以在第1反应区下方的预提升段反应。上述的石油烃多级流化催化反应器，更进一步地，第三反应段壳体与第1反应区出口物流输送管之间的空间用竖向隔板和/或竖向筒体分成多个隔离的区即隔板区和/或筒体区，竖向隔板或竖向筒体底端相互连通，实现催化剂各区间流动；在部分或全部隔板区和/或筒体区的底部入口设置轻烃和蒸汽入口，以实现不同原料在不同的隔板区或筒体区按各自的条件反应，具体实施时，全部隔板区和筒体区的底部入口均设置蒸汽入口，而仅在需要实现反应的隔离的区设置轻烃入口以引入轻烃原料。本发明中：1、当需要增加第一反应段反应剂油比时，可以在第3反应区或第二汽提段或第一汽提段的第一催化剂汽提区与第一反应段的预提升段之间设置催化剂回流管，使催化剂从第3反应区或第二汽提段或第一催化剂汽提区回流到预提升段；2、反应器各部件采用上下一体布置，优选(通常情况是)上下同轴布置，第一反应段设在最下方，第三反应段设在第一反应段和第二反应段之间；第二汽提段设在第2反应区外围，沉降器在最上方，沉降器内设置两级气固分离器，第2反应区通过输送管与第一级气固分离器入口连接，第2反应区的反应物流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；3、本发明的反应器第一反应段为提升管，包括预提升段、第1反应区、第一汽提段、第1催化剂进入管、待生剂输送管；第二反应段包括第2反应区、(反应后的)催化剂流出管；第三反应段包括第3反应区、第1反应区出口物流输送管、第2催化剂进入管；4、第三反应段可以设置独立的蒸汽入口，蒸汽从第3反应区进入第2反应区，补充第2反应区需要的蒸汽；5、本发明所述轻烃为c4组分、催化轻汽油、汽油或石脑油组分，终馏点不高于210℃；所述循环油包括轻循环油和重循环油组分；所述轻循环油为沸点180℃-255℃石油烃或轻柴油组分；所述重循环油为沸点250℃-365℃的石油烃或重柴油组分；回炼油为沸点340℃-520℃石油烃组分。发明效果：本发明实现不同原料的分区反应，同时实现反应中催化剂置换、反应温度的阶梯控制和对待生剂含碳量的控制反应条件；为不同原料提供相应的反应环境和条件，提高了反应器内催化剂效率，可以明显的降低干气和焦炭产率，提高丙烯产率，提高经济效益；由于第2反应区的反应物是来自第1反应区和第3反应区的气相，第2反应区内催化剂含碳量对反应的选择性至关重要；本发明方法在一个反应器内实现反应原料、催化剂、反应温度的多级控制，不同原料或不同反应阶段采用相应的流态化反应器形式；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。本发明的方法的反应过程为：加热到200-350℃的催化流化原料油分几路进入雾化喷嘴，用原料油量3％-5％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第一催化剂(再生催化剂)混合，气化后在第1反应区进行1.0到2.0秒左右的催化裂化反应，反应温度为500℃左右，反应热量由再生催化剂提供，同时反应油气和蒸汽在第1反应区内输送催化剂到达第1反应区出口，用旋流分流器分流出部分催化剂，油气直接向上进入设在第三反应段内的第1反应区出口物流输送管；在第三反应段补充第二催化剂，该补充催化剂在第1反应区出口物流输送管出口与来自第1反应区的油气混合并向上流入第2反应区；在第2反应区内实现了催化剂补充，第1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2反应区内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2反应区反应时间按1.0秒到6.0秒，同时实现了反应温度的提高，提高了转化效率。附图说明：图1：本发明的石油烃多级流化催化反应方法实施方式一装置结构示意图；图2：图1中a-a向视图，即第1反应区出口物流输送管布置方式示意图；图3：图1中a-a向视图，即第1反应区出口物流输送管第二种布置方式示意图；图4：本发明的石油烃多级流化催化反应方法实施方式二装置结构示意图，第2反应区入口设置孔板(分布板)；图5：本发明的石油烃多级流化催化反应方法实施方式三装置结构示意图，设置第4反应区；图6：本发明的石油烃多级流化催化反应方法实施方式四装置结构示意图，第2反应区反应后的催化剂返回第一汽提段；图7：图6中第三反应段局部放大图；图8：图7中b-b向视图，即分成多个隔离的区的第三反应段横截面示意图。图中编号标记内容如下：110第一反应段，112预提升段，113原料油入口(喷嘴)，114催化剂分流器，115第1反应区，116隔板，118第一催化剂进入管，121第三反应段(轻烃和循环油反应区)，122第1反应区出口物流输送管，123第一蒸汽分布器，124轻烃和/或循环油入口，125第3反应区，125y隔板区，125t筒体区，126竖向隔板，127竖向筒体，128第二催化剂进入管，131第一汽提段，132第二蒸汽分布器，133第一催化剂汽提区，134待生剂输送管，135汽提内件，138催化剂回流管，141第二反应段，142第三蒸汽分布器，143第二汽提段，144(反应后的)催化剂流出管，145第2反应区，146输送管，147孔板，148第2反应区催化剂回流管，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第4反应区(流化床或湍流流化床反应区)，156产品出口；y原料油，y1轻烃原料，y2轻循环油原料，y3重循环油或回炼油，g预提升介质，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(即进入第2反应区的催化剂)，b1待生催化剂，b2第二待生催化剂(即第2反应区、第3反应区或/和第4反应区反应后的催化剂)；p1(进入第2反应区的)第1反应区反应后的物流；p3(进入第2反应区的)第3反应区反应后的物流；fr流量记录仪表，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。具体实施过程如下：实施方式一：如图1-3所示，本发明的石油烃多级流化催化反应方法，在一个反应器内实现分区多级反应，包括原料油一级反应、二级反应、轻烃和/或循环油裂解反应过程；化裂化原料油一级和二级反应过程中实现催化剂置换和两级接力反应，也实现轻烃或/和循环油的两级反应；这些反应在一个反应器内不同区域实现；轻烃和/或循环油反应在独立的反应区进行；反应器自下而上由第一反应段110、催化剂分流器114、第三反应段121、第二反应段141和沉降器151组成；第一反应段110为提升管反应器即采用提升管反应条件，自下而上包括第一催化剂进入管118、预提升段112、原料油入口113、第1反应区115，用于原料油y反应；在原料油反应区即第1反应区115周围设置第一汽提段131，第一汽提段131内设有汽提内件135，催化剂分流器114设置在第1反应区115出口，并位于第一汽提段131的第一催化剂汽提区133内的顶部；第一催化剂汽提区133与第三反应段121之间设置有隔板116，隔板116上设置有第1反应区出口物流输送管122；第1反应区出口物流输送管122出口位于第3反应区125顶部第2反应区145入口处；第三反应段121设置有轻烃和/或循环油入口124和第二催化剂进入管128，用于轻烃和循环油反应；第2反应区145设在第二反应段141内部,第三反应段121与第二反应段141内的第2反应区145外部之间设置有第二隔板149，第2反应区145与沉降器151内气固分离器之间设置输送管146；在第2反应区外的第2反应区反应后的催化剂储存区置汽提构件，该储存区作为第二汽提段143；第二汽提段143设置催化剂流出管144，气固分离器分离出的催化剂直接在该储存区经第三蒸汽分布器142引入的蒸汽s汽提后，第二待生催化剂b2经催化剂流出管144流出反应器；具体实施时，第一反应段110、催化剂分流器114、第一汽提段131、第三反应段121、第3反应区125、第二反应段141和沉降器151上下同轴布置；催化剂分流器114为周向旋流形式；可以在第3反应区125内设置一个第1反应区出口物流输送管122，如图2所示，第1反应区出口物流输送管122设在第3反应区125中心，与第1反应区同轴，或者在第3反应区125内设置多个第1反应区出口物流输送管122，如图3所示，设置四个并列均布的第1反应区出口物流输送管122；反应过程经历以下步骤：第一催化剂a1从第一催化剂进入管118进入第一反应段110的预提升段112被预提升介质g流化输送到第1反应区115，原料油y经过原料油入口113由蒸汽雾化后进入第一反应段110的第1反应区115内，与第一催化剂a1混合接触气化并进行第一级催化裂化反应；完成第一级催化裂化反应后，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汽提段131，在第一催化剂汽提区133内经第二蒸汽分布器132引入的蒸汽s汽提后，待生催化剂b1从待生剂输送管134流出反应器；油气(包含在第1反应区反应后的物流p1中)经过第1反应区出口物流输送管122进入上方的第2反应区145进行第二级催化裂化反应；第二催化剂a2从第二催化剂进入管128进入设在第一汽提段131和第二反应段141之间第三反应段121的第3反应区125，轻烃原料y1进入第3反应区125，在第二催化剂a2环境下进行独立的第一级催化裂化反应；然后第3反应区的催化剂和反应产物即第3反应区反应后的物流p3与第1反应区的油气向上进入第2反应区145继续进行第二级催化裂化反应；在第3反应区125内用经第一蒸汽分布器123引入的蒸汽s进行催化剂流化，使该区形成流化床或湍流流化床状态，这些蒸汽同时进入第2反应区145；第2反应区反应后的气体和催化剂从输送管146输送到沉降器151内，在第一级气固分离器153和第二级气固分离器154进行气固分离，反应产物p经产品出口156(不经过沉降器稀相区152)流出沉降器；第2反应区反应后的催化剂在第二汽提段143汽提，汽提后的第二待生催化剂b2从催化剂流出管144流出反应器。本实施方式中，具体地，催化新鲜原料油y被蒸汽雾化后，经原料油入口113进入第1反应区115，与经第一催化剂输送管118送来的再生剂即第一催化剂a1混合并气化，在第1反应区经过约1.2秒完成该区的催化裂化反应，原料油反应产物在第1反应区出口的催化剂分流器114分离出85％左右的催化剂，油气进入第1反应区出口物流输送管122；另一催化剂即第二催化剂a2从第2催化剂进入管128进入第3反应区125底部，轻烃原料y1即c4和轻汽油进入第3反应区在催化剂a2环境下进行轻烃反应，第3反应区的反应气体和催化剂与来自第1反应区出口物流输送管122的油气一起进入第2反应区继续反应；第1反应区的待生催化剂b1从待生剂输送管134流出反应器；第2反应区反应后的第二待生催化剂b2在第二汽提段143汽提后从催化剂流出管144流出反应器；第1反应区按提升管条件设计；第2反应区按循环流化床条件设计，气体表观流速2.0m/s左右；第3反应区按湍流流化床条件设计，气体表观流速0.6m/s-1.0m/s，催化剂空速4-6左右；第1反应区的反应温度约500℃，第2反应区的反应温度约550℃左右，第3反应区的反应温度约590℃-610℃；第一催化剂a1为再生剂；第二催化剂a2为含碳量为0.1％-0.2％的催化剂；从第3反应区补充蒸汽，该蒸汽先参与第3反应区的反应，然后进入进入第2反应区，降低油气分压。实施方式二：如图4所示，石油烃多级流化催化反应方法，在第三反应段121和第2反应区145之间的第2反应区入口设置孔板147，来自第1反应区的物流和来自第3反应区的催化剂和气体通过该孔板147分布到第2反应区145；在原料油入口113下部先引入c4组分，第一催化剂a1先与c4组分接触反应，之后再向上流动与原料油y接触反应。其他部分装置结构与实施方式一相同。实施方式三：如图5所示，石油烃多级流化催化反应方法，第2反应区145为提升管反应区(该提升管上部区域相当于图1中的输送管)，提升管出口直接与沉降器第一级气固分离器153连通，在提升管反应区外围设置第二汽提段和第4反应区155，第4反应区155设在第二汽提段143上方；轻循环油原料y2和重循环油或回炼油y3进入第4反应区155；在第3反应区125与第一反应段的预提升段112之间设置催化剂回流管138，使部分催化剂从第3反应区回流到预提升段112，参与原料油y的催化反应。其他部分装置结构与实施方式一相同。实施方式四：如图6-8所示，石油烃多级流化催化反应方法，在第二反应段141与第一汽提段131之间设置第2反应区催化剂回流管148，第2反应区反应后的催化剂先在第二汽提段143汽提后，从第2反应区催化剂回流管148进入第一汽提段131的第一催化剂汽提区133，与经催化剂分流器114从第1反应区115分离的催化剂一起进行汽提，汽提后从待生剂输送管134流出反应器；如图7-8所示，第三反应段121的壳体与第1反应区出口物流输送管122之间的空间用两个竖向隔板126和一个竖向筒体127分成三个隔离的区即两个隔板区125y和一个筒体区125t，竖向隔板126和竖向筒体127底端相互连通，实现催化剂各区间流动；在筒体区125t的底部入口设置轻烃和蒸汽入口，筒体区125t用作第3反应区，轻烃在筒体区125t内反应；在两个隔板区125y底部入口设置有蒸汽入口；具体实施时，第二催化剂a2从第2催化剂进入管128进入第3反应区125底部，轻烃原料y1进入筒体区125t在催化剂a2环境下进行轻烃反应；其他部分装置结构与实施方式一相同。实施例：本实施例使用的装置见图1。催化原料油为重油，加工量200万吨/年，原料油性质见表1；原料油预热280℃；第1反应区反应时间1.2秒，反应温度510℃，剂油比6.5，再生剂a1温度680℃；雾化蒸汽量为原料油量的5％；第2反应区反应温度550℃，反应时间3.5秒，催化剂重时空速8，剂油比7.0，待生剂含碳0.6％；补充蒸汽量为原料油量的12％；第1反应区反应后的催化剂分离率为85％，15％保留在油气中，催化剂a2为半再生剂，温度660℃，含碳0.15％；第3反应区原料为自产轻汽油，温度40℃，轻汽油量30万吨/年，反应温度600℃；第1反应区直径1.2米，反应区高度14米；第2反应区直径3.8米，高度9米；第3反应区直径5米，直径4米，第1反应区出口物流输送管122直径1.4米；第一汽提段131直径4.8米；第二汽提段143直径5米；沉降器部分按常规技术设计，一般技术人员掌握。反应条件及产物分布如表2。对比例：使用已有催化裂化工艺，即采用一个提升管与流化床反应串联的反应技术；反应条件为：第1反应区反应温度580℃，第2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，流化床反应区气体表观流速1.0m/s。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2.1个百分点，焦炭产率降低0.93个百分点，丙烯产率增加了0.644个百分点，丙烯对干气的选择性增加了0.589。可见，本发明大幅的增加了丙烯选择性，干气和焦炭产率大幅下降。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实施例与对比例反应条件及产物分布对比项目实施例对比例第1反应区出口温度，℃510580第2反应区反应温度，℃550560第3反应区反应温度，℃600再生温度，℃680680蒸汽比例，％1724原料油温度，℃280340半再生剂温度，℃660半再生剂含碳，％0.15产物分布％干气(h2～c2)7.19.2液化气(c3～c4)36.835.33汽油28.228.81柴油15.112.19重油3.64.28焦炭8.89.73损失0.40.46丙烯16.1315.49丙烯/干气2.2724651.683696当前第1页12