一种流化催化裂化反应再生方法与流程

本发明属于石油烃类催化转化
技术领域：
，特别涉及一种流化催化裂化反应再生方法，能提高丙烯产率并提高再生效率。
背景技术：
：丙烯是最重要的石油化工原料之一。约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工艺特点及配套的专用催化剂，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。催化剂是催化裂化反应的核心问题，随着反应的进行，催化剂产生积碳和重金属积累，其催化性能远低于未反应前，提高反应器内催化裂化反应过程中催化剂实际性能是关键问题。已有技术对催化剂再生和反应器内的催化剂性能关注不够。技术实现要素：本发明的目的在于提供一种流化催化裂化反应再生方法，即实现反应过程中对催化剂和反应条件的分级的控制，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；又优化催化剂再生条件，实现高效再生；形成完整的反应再生技术。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的选择性至关重要。本发明技术方案如下：一种流化催化裂化反应再生方法，包括石油烃原料反应即原料油反应部分和催化剂流化再生即催化剂再生部分；使用多级串联反应和多级逆流再生方法，实现不同再生剂的双循环反应再生过程；反应使用一个多级反应器，自下而上依次串联第一反应段、催化剂补充和预处理段、后反应处理段；第一反应段包括预提升段(又称催化剂输送区)、再生剂入口、原料油入口和原料油裂化反应区(又称第一反应区)；催化剂补充和预处理段包括催化剂预处理区、第一反应区物流管、换热管或轻烃入口；后反应处理段包括第二反应区、第二催化剂汽提区；待生催化剂再生在三个再生区完成；原料油反应部分分成催化裂化反应即第一级反应、催化剂分流、催化剂补充和预处理、升温的催化裂化再反应即第二级反应和气固分离过程；反应过程在一个上下分区串联的反应器内完成，经历以下步骤：来自再生器第三再生区(又称第三催化剂再生区)的再生催化剂在预提升段进入第一反应段，催化原料油经过原料油入口由蒸汽通过喷嘴雾化成小液滴后进入第一反应段与来自预提升段的催化剂和气体混合接触并获得热量，随即在原料油裂化反应区内气化并进行第一级反应；在原料油裂化反应区出口设置催化剂分流器(旋流气固分流器)，完成第一级反应后从催化剂分流器分流出部分催化剂，分流出的催化剂沉降进入下方的第一级催化剂汽提段，保留部分催化剂与油气向上经过第一反应区物流管进入第二反应区进行第二级反应；第一反应区主要实现原料油向富含烯烃的汽油和柴油馏分转化；第一级催化剂汽提区的催化剂完成汽提后返回再生器第一再生区；第二级反应进一步增加蒸汽比例，降低石油烃馏分分压；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；第一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二反应区；再生器第二再生区(又称第二催化剂再生区)的催化剂或半再生催化剂(仍含少量焦炭，又称半再生剂)进入催化剂预处理区，对催化剂(即第二再生区的的催化剂或半再生剂)进行减少热量预处理，作为第二反应区的催化剂并提供第二反应区需要的热量；该催化预处理区设在原料油裂化反应区和第二反应区间的催化剂补充和预处理段内，位于第一反应区物流管周围，新进入的催化剂或半再生催化剂在该催化剂预处理区被蒸汽流化、形成湍流流化床条件；催化剂的热量减少程度(换热量或降温量)按照反应器第二级反应过程的生焦量和第二级反应或第二级反应后对催化剂含碳(活性)的要求控制，满足第二级反应的要求；催化剂或半再生剂释放热量后和蒸汽以及从第一反应区物流管来的第一反应区的油气和部分催化剂一并进入上方的反应器第二反应区参与第二级反应，实现第二反应区进一步的升温催化裂解反应，增加气体产率；第二反应区需要的反应热量和反应温度由进入的催化剂或半再生剂量控制；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，实际反应温度用催化剂或半再生催化剂数量控制；第二级反应后的气体和催化剂在反应沉降器内进行气固分离，催化剂沉降后进行汽提，反应产物流出反应沉降器；第二级反应后的催化剂(即第二反应区反应后的催化剂)直接进入第一级催化剂汽提段与从原料油裂化反应区出口分流出的催化剂一起进行汽提，汽提后的待生催化剂返回再生器第一再生区(又称第一催化剂再生区)再生；或在第二反应区外设置第二催化剂汽提区，第二级反应后的催化剂在第二催化剂汽提区汽提后单独返回第一再生区再生；催化剂再生部分设有催化剂再生区和再生器气固分离区，催化剂再生区分成上下串联的三级流化床再生区，三级再生区上下重叠设置，第一再生区在最下方，第二再生区在最上方，第三再生区在第一再生区和第二再生区之间；第二再生区上方是再生器气固分离区；通过控制第二再生区的催化剂藏量控制该区送出的催化剂或半再生剂的含碳量，藏量降低使该区催化剂再生时间缩短，导致催化剂含碳量增加；通过进入第一再生区和第三再生区的压缩空气(含氧气体)的比例可以控制第三再生区的再生负荷比例和再生剂温度，在半再生剂含碳量一定的情况下，增加进入第三再生区的压缩空气比例使再生剂温度降低，在第一反应区之间实现低温再生剂循环；通过控制第三再生区的催化剂藏量限制从该区携带到第二再生区的催化剂量和第二再生区的再生负荷比例；使用压缩空气(高含氧的新鲜压缩含氧气体)进行催化剂再生，压缩空气分开进入不同再生区，第一压缩空气从第一分布管进入第一再生区，进行高含碳和氢的待生催化剂的初步再生，所述待生催化剂包括待生催化剂和第二级反应后的催化剂；所述第一再生区为湍流流化床或循环流化床形式，尽管不是必须，气体表观流速一般不大于2.0m/s；第一再生区内再生后的催化剂和气体经设在第三再生区内的第一再生区物流输送管进入第二再生区，气体中剩余氧和催化剂剩余焦炭继续进行催化剂再生，在第二再生区完成第一再生区催化剂剩余的氢和大部分的碳氧化；第一再生区物流输送管位于第一再生区出口，在第一再生区物流输送管出口或上端设置催化剂和烟气孔板，该催化剂和烟气孔板成为第二再生区的分布板；通过第二再生区内的催化剂藏量和温度控制第二再生区内催化剂的再生程度和该区催化剂含碳量；第二压缩空气从第二分布管进入第三再生区，第二再生区的催化剂或半再生剂通过催化剂回流管进入第三再生区，第二压缩空气与来自第二再生区的催化剂或半再生催化剂继续混合或反应完成催化剂剩余碳的氧化反应再生或实现对来自第二再生区的催化剂流化或冷却；所述第二再生区和第三再生区为湍流流化床形式，气体表观流速不大于1.1m/s；第三再生区再生后的再生催化剂进入反应器第一反应段的预提升段后被预提升介质输送到原料油裂化反应区进行原料油第一级反应；第三再生区再生后的含氧气体通过孔板进入第二再生区内，剩余氧气继续进行催化剂再生；通过从催化剂回流管输送的催化剂量控制第二再生区内催化剂藏量和第二再生区的再生比例；通过从催化剂回流管输送的催化剂量控制第三再生区的催化剂藏量，进而限制气体携带催化剂进入第二再生区，即控制第三再生区催化剂藏量限制气体携带的催化剂量；各再生区的催化剂藏量可以调节各区的再生比例；第二再生区催化剂藏量和温度增加时，该区再生比例增加，使第三再生区再生比例下降或仅冷却催化剂；部分第二再生区的催化剂或半再生催化剂进入反应器催化剂补充和预处理段的催化剂预处理区内，为第二级反应部分提供适度含碳的催化剂；半再生剂的含碳量和温度在第二再生区控制；在第一再生区与第三再生区之间设置再生区隔板，避免两区的物流混合。本发明方法中，当催化剂再生放热过剩时，在再生器设置取热措施；当设置外取热器或催化剂冷却器时，催化剂从第二再生区进入取热器或催化剂冷却器，取热或冷却后的催化剂进入第三再生区，降低流出第三再生区的再生剂温度，实现第三再生区低温条件和原料油反应区低温再生剂循环，提高第一反应区的反应剂油比；或在第三再生区内设置内取热管，实现第三再生区低温条件；当催化剂再生放热过剩即再生器需要取热时，第二再生区内可设置取热管，直接降低第二再生区内的温度。本发明方法中，有c4回炼时，c4可以在第一反应区下方的预提升段先与再生剂反应，或在催化剂预处理区反应；优选原料油裂化反应区、催化剂分流器、催化剂补充和预处理段、第二反应区、反应沉降器上下同轴布置。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，原料油裂化反应区采用提升管即输送床反应形式，第二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，湍流流化床气体表观流速小于1.2m/s，循环流化床气体表观流速1.2-4.0m/s，第二反应区出口与反应沉降器的一级气固分离器入口用反应物输送管密闭连接；第二反应区的催化剂空速通过进入催化剂预处理区的蒸汽量调节。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，第二反应区采用提升管反应形式，第二反应区出口直接与反应沉降器的一级气固分离器入口连接。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，第二反应区采用比原料油裂化反应区高的反应温度，促进油气的进一步裂解，增加气体产率；第二反应区反应温度比原料油裂化反应区反应温度高10℃到70℃，通过控制进入催化剂补充和预处理段的半再生催化剂量实现。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，进入催化剂补充和预处理段的催化剂或半再生催化剂为半再生催化剂，含碳量与催化剂的重量比不大于0.4％，优选不大于0.3％，半再生剂含碳量通过再生器第二再生区的催化剂藏量和温度控制；第2反应区反应后的催化剂含碳量重量比不大于0.8％。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，催化剂补充和预处理段的催化剂减少热量预处理通过取热实现，在催化剂预处理区内设置换热管，补充的催化剂或半再生催化剂与换热管换热，换热量按照第二级反应的生焦量和对第二级反应或反应后催化剂含碳的要求控制，满足第2级反应的要求；实际换热量由进入催化剂预处理区的蒸汽的量调节；具体通过取热量记录控制进入催化剂预处理区的流化蒸汽量实现，蒸汽量同时作为第二反应区的补充蒸汽进入第二反应区，降低反应过程的烯烃分压。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，催化剂补充和预处理段的催化剂减少热量预处理通过向催化剂预处理区引入循环油或轻烃实现，循环油或轻烃在催化剂预处理区反应，循环油或轻烃反应和气化吸收催化剂的热量，实现轻烃的裂化转化和催化剂降温；通过调节循环油或轻烃进料量控制催化剂的温度；催化剂预处理区的气体和催化剂从第一反应区物流管出口周围进入第二反应区继续反应。所述轻烃为终馏点低于350℃的石油烃馏分，如加氢后的柴油馏分、汽油或石脑油馏分、轻催化汽油馏分，优先使用富含烯烃的催化轻汽油馏分或c4。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，在第二反应区外设置第二催化剂汽提区，第二反应区反应后的催化剂先在第二催化剂汽提区内汽提，然后进入第一级催化剂汽提段的催化剂汽提区，与原料油裂化反应区分流出的催化剂一起在催化剂汽提区内进一步汽提后再返回第一再生区。上述的流化催化裂化反应再生方法，进一步地，需要增加第一反应段反应剂油比时，可以从催化剂预处理区或第二催化剂汽提区或第一级催化剂汽提段引出催化剂返回第一反应段的预提升段。发明效果本发明的流化催化裂化反应再生方法，实现一个再生器内催化剂的多级高效再生和双催化剂循环反应再生；反应过程实现反应器内催化剂置换、反应温度的阶梯控制和对反应器内催化剂活性的控制；第二反应区实现半再生催化剂循环；反应器不同反应区采用不同的流态化形式；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；本发明方法在一个反应器内实现反应的多及控制，在一个再生器内实现多级逆流再生，装置简单，且不改变常规反应再生装置的布置和安装条件，催化剂无论从再生器到反应器还是从反应器到再生器都实现重力流动，不需要输送介质，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℃的流化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区，与下方经预提升介质(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，用旋流催化剂分流器分流出部分催化剂，油气直接向上从第一反应区物流管进入上方的第二反应区；来自再生器第二再生区的半再生催化剂从催化剂补充和预处理段进入反应器，该补充催化剂在第一反应区物流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％左右，不大于0.8％，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，反应温度提高10-70℃。附图说明：图1为本发明的流化催化裂化反应再生方法实施方式一装置结构示意图；图2为图1中第一反应区物流管布置方式示意图；图3为图1中第一反应区物流管第二种布置方式示意图；图4为本发明的流化催化裂化反应再生方法实施方式二装置结构示意图；第2反应区为提升管形式；图5为本发明的流化催化裂化反应再生方法实施方式三装置结构示意图；在第二催化剂汽提区和催化剂补充和预处理段间设置催化剂回流管；图6为本发明的流化催化裂化反应再生方法实施方式四装置结构示意图；向催化剂补充和预处理段引入循环油或轻烃。图中编号标记内容如下：1反应器，110第一反应段，111预提升介质，112预提升段，113原料油入口，114原料油裂化反应区,115催化剂分流器，116隔板，120催化剂补充和预处理段，121蒸汽，122第一反应区物流管，123第一蒸汽分布器，125催化剂预处理区，127换热管，129a换热介质，129b换热后的介质，130第一级催化剂汽提段，131汽提蒸汽，132第二蒸汽分布器，133催化剂汽提区，135待生催化剂，140后反应处理段，141汽提蒸汽，142第三蒸汽分布器，143第二催化剂汽提区，144第二反应区，145第二级反应后的催化剂(第2反应区反应后的催化剂)，146反应物输送管，147催化剂回流管，3反应沉降器，31一级气固分离器，32二级气固分离器，33沉降器稀相区，34产物出口，35反应产物，4催化剂再生区，41a第一压缩空气，41b第二压缩空气，42a第一分布管，42b第二分布管，43第一再生区，44第二再生区，45第三再生区，46a催化剂和烟气孔板，46b孔板，47催化剂回流管，48再生催化剂，49再生区隔板，49a第一再生区物流输送管，49b输送管出口锥体，5再生器气固分离区，51气固分离器，52再生烟气出口，53再生器稀相区，54再生烟气，55催化剂或半再生催化剂，6水汽分离器，61蒸汽，fr流量计，frc流量记录控制仪表，tic温度控制仪表，wc催化剂藏量计量控制仪表，g循环油或轻烃。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，流化催化裂化反应再生方法，包括原料油反应部分和催化剂再生部分；原料油反应部分分成催化裂化反应即第一级反应、催化剂分流、催化剂补充和预处理、升温的催化裂化再反应即第二级反应和气固分离过程；反应过程在一个上下分区串联的反应器1内完成；反应器1自下而上依次串联第一反应段110、催化剂补充和预处理段120、后反应处理段140；第一反应段110包括预提升段112、再生剂入口、原料油入口113和原料油裂化反应区114即第一反应区，原料油裂化反应区114采用提升管即输送床反应形式；催化剂补充和预处理段120包括催化剂预处理区125、第一反应区物流管122、换热管127；后反应处理段140包括第二反应区144、第二催化剂汽提区143；在原料油裂化反应区114周围设置第一级催化剂汽提段130，第一反应区采用提升管；催化剂分流器115设置在第一反应区出口，并位于所述第一级催化剂汽提段130的催化剂汽提区133的顶部；催化剂汽提区133与催化剂预处理区125之间设置有隔板116，隔板116上设置第一反应区物流管122，第一反应区物流管122出口位于催化剂预处理区125顶部第二反应区144入口处或入口下方；具体实施时，第一反应区物流管可设置为一个，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，当第一反应区物流管设置一个时，如图2所示，第一反应区物流管122与催化剂补充和预处理段120同轴设置，当设置两个以上的第一反应区物流管时，如图3所示，各第一反应区物流管水平周向均布；本实施方式设置一个直径扩大的锥形结构的第一反应区物流管；第二催化剂汽提区143设置在第二反应区144外围；在催化剂预处理区125和第二催化剂汽提区143间设置有第二隔板；第二反应区出口与反应沉降器3的一级气固分离器31入口用反应物输送管146密闭连接；第一反应段110、催化剂分流器115、催化剂补充和取热段120、第二反应区144和反应沉降器3上下同轴布置；原料油反应经历以下步骤：来自再生器第三再生区45的再生催化剂48在预提升段112进入第一反应段110，催化原料油经过原料油入口113由蒸汽雾化后进入第一反应段110与来自预提升段112的催化剂和气体混合接触，随即在原料油裂化反应区114内气化并进行第一级反应；完成第一级反应后从催化剂分流器114分流出部分催化剂，第一反应区的催化剂分流率按70％到90％控制，分流出的催化剂沉降进入下方的第一级催化剂汽提段130，在催化剂汽提区133内经第二蒸汽分布器132引入的汽提蒸汽131汽提后，待生催化剂135进入再生器第一再生区43再生；第一反应区的油气向上经过第一反应区物流管122进入第二反应区144进行第二级反应；再生器第二再生区44的催化剂或半再生催化剂55进入催化剂预处理区125，对半再生剂进行减少热量预处理，本实施方式中，催化剂补充和预处理段120的催化剂减少热量预处理通过取热实现，在催化剂预处理区125内设置换热管127，经第一蒸汽分布器123引入的蒸汽121使催化剂或半再生催化剂55流化，补充的催化剂或半再生催化剂55与换热管127换热；催化剂或半再生催化剂55释放热量后进入反应器第二反应区144参与第二级反应；第二级反应后的气体和催化剂在反应沉降器3的一级气固分离器31和二级气固分离器32内进行气固分离，油气不在沉降器稀相区33内停留，催化剂沉降后进行汽提，反应产物35从产物出口34流出反应沉降器3；第二级反应后的催化剂145在第二催化剂汽提区143经第三蒸汽分布器142引入的汽提蒸汽141汽提后返回第一再生区43再生；催化剂再生部分设有催化剂再生区4和再生器气固分离区5，催化剂再生区4分成上下串联的三级流化床再生区，三级再生区上下重叠设置，第一再生区43在最下方，第二再生区44在最上方，第三再生区45在第一再生区43和第二再生区44之间；第二再生区44上方是再生器气固分离区5；再生器气固分离区5内设有气固分离器51、再生器稀相区53和再生烟气出口52；使用压缩空气进行催化剂再生，压缩空气分成两部分分开进入不同再生区，第一压缩空气41a从第一分布管42a进入第一再生区43，进行待生催化剂的初步再生，所述待生催化剂包括待生催化剂135和第二级反应后的催化剂145；所述第一再生区43为湍流流化床或循环流化床形式；第一再生区43内再生后的催化剂和气体经设在第三再生区45内的第一再生区物流输送管49a进入第二再生区44，继续进行催化剂再生；在第一再生区物流输送管49a出口或上端的输送管出口锥体49b顶部设置催化剂和烟气孔板46a，该催化剂和烟气孔板46a成为第二再生区44的分布板；第二压缩空气41b从第二分布管42b进入第三再生区45，第二再生区44的半再生催化剂通过催化剂回流管47返回第三再生区45，第二压缩空气41b与来自第二再生区44的半再生催化剂继续反应完成催化剂再生；所述第二再生区44和第三再生区45为湍流流化床形式；第三再生区45再生后的再生催化剂48进入反应器第一反应段110的预提升段112后被预提升介质111输送到原料油裂化反应区114进行原料油第一级反应；再生烟气54经再生烟气出口52排出催化剂再生区4；第三再生区45再生后的含氧气体通过孔板46b进入第二再生区44内，剩余氧气继续进行催化剂再生；控制第三再生区催化剂藏量限制气体携带的催化剂量；部分第二再生区44的催化剂或半再生催化剂55进入反应器催化剂补充和预处理段120的催化剂预处理区125内；催化剂或半再生剂55的含碳量和温度在第二再生区44控制；在第一再生区43与第三再生区45之间设置再生区隔板49，避免两区的物流混合。具体实施时，新鲜原料油被蒸汽雾化后进入第一反应段110，再生器第三再生区45的再生催化剂48重力流动到标高更低的第一反应段预提升段112内，被预提升介质111输送到原料油裂化反应区114与原料油混合并使原料油气化，然后沿提升管反应器向上流动，经过约1.0秒-2.0秒时间完成第一级催化裂化反应，原料油反应产物在催化剂分流器115分离出部分催化剂，油气进入第一反应区物流管122；再生器第二再生区44的催化剂或半再生催化剂55重力流动进入标高更低的催化剂补充和预处理段120的催化剂预处理区125，被换热管127取出部分热量即换热，取热后的催化剂与来自第一反应区物流管122的油气一起进入第二反应区144继续反应；第一反应区分流出的催化剂沉降到下方的催化剂汽提区133，汽提后的待生催化剂135重力流动返回标高更低的再生器第一再生区43；第二反应区反应后的催化剂在第二催化剂汽提区143汽提，汽提后的第二级反应后的催化剂145重力流动返回标高更低的再生器第一再生区43；催化剂补充和预处理段的取热量按第二反应区的催化剂含碳量要求设计，用催化剂预处理区的蒸汽121控制，提高流化蒸汽量可以增加换热量(取热量)；第二反应区的反应温度用催化剂或半再生催化剂55的量控制；第一反应区的反应温度用再生催化剂48量控制；催化剂换热介质129a为饱和水，换热后形成饱和蒸汽即换热后的介质129b，饱和水和饱和蒸汽在水汽分离器6内进行分离，分离形成蒸汽61，根据产汽量61可以计算换热量，按此换热量控制催化剂预处理区的流化蒸汽量。实施方式二：如图4所示，流化催化裂化反应再生方法，包括原料油反应部分和催化剂再生部分，第二反应区144采用提升管反应形式，第二反应区出口直接与反应沉降器(3)的一级气固分离器31入口连接；第二反应区的反应产物直接进入一级气固分离器31；设置催化剂预处理区125到第一反应段110的预提升段112的催化剂回流管线(图中未示出)，从催化剂预处理区125引出催化剂返回预提升段112，增加第一反应段110的反应剂油比。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，流化催化裂化反应再生方法，包括原料油反应部分和催化剂再生部分，在第二催化剂汽提区143和催化剂补充和预处理段120间设置催化剂回流管147，部分汽提后的催化剂在催化剂预处理区125循环。其他部分装置结构与实施方式一相同。实施方式四：如图6所示，流化催化裂化反应再生方法，包括原料油反应部分和催化剂再生部分；在催化剂补充和预处理段120设置烃油入口和气体分布器，催化剂补充和预处理段120的催化剂减少热量预处理通过向催化剂预处理区125引入循环油或轻烃g实现，循环油或轻烃g在催化剂预处理区125反应，循环油或轻烃反应和气化吸收催化剂或半再生催化剂55的热量，实现轻烃的裂化转化和半再生催化剂降温；通过调节循环油或轻烃g进料量控制催化剂或半再生催化剂55的温度；催化剂预处理区125的气体和催化剂从第一反应区物流管(122)出口周围进入第二反应区144继续反应；在原料油入口113下部先引入c4组分，再生催化剂48先与c4组分接触反应，之后再向上流动与原料油接触反应。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℃；反应器出口压力0.16mpag,再生器操作压力0.2mpag；第1反应区反应时间1.2秒，反应温度510℃，剂油比7.0，再生剂48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，剂油比7.0，反应后催化剂含碳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，半再生催化剂温度680℃，含碳0.15％；催化剂补充和预处理段的取热量18mw,换热管面积80平方米；换热介质为中压饱和水，换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催化剂预处理区的流化蒸汽量；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，催化剂补充和预处理段高度5米，直径5米，第一反应区物流管直径1.4米；第一级催化剂汽提段直径4.8米；第二催化剂汽提区壳体直径5.0米；再生负荷：20吨焦炭/小时；焦炭氢含量：7％w；压缩含氧气体使用空气，空气进入再生器温度200℃；再生催化剂48循环量1750吨/小时，温度660℃；催化剂或半再生剂55循环量1500吨/小时，温度680℃；待生催化剂135流量1465吨/小时，温度500℃；第2反应区反应后催化剂145循环量1805吨/小时，温度550℃。再生剂48含碳0.02％；催化剂或半再生剂55含碳0.15％；第一再生区空气量15400标准立方米/小时，催化剂藏量56吨，气体平均流速1.1m/s；第一再生区物流输送管直径1.8米；第三再生区空气量6600标准立方米/小时，气体平均流速0.7m/s；催化剂藏量60吨，再生反应温度660℃；按完全再生方案操作；第二再生区催化剂藏量80吨，反应温度680℃，气体平均流速0.6m/s；催化剂和烟气孔板46a压降7kpa，孔板46b压降7kpa；第二分布管42b压降6kpa；第一分布管42a压降5kpa；第一再生区第一分布管以上高度4米(不含隔板49高度)；第三再生区高度(不含隔板49)10米，催化剂流化床密相料位4米；第二再生区设在第三再生区和气固分离区的再生器稀相区之间的锥形区；气固分离区的再生器稀相区直径13米，高度(不含锥形区)12米。根据以上工艺条件，技术人员可以完成本方法的实施。反应条件及产物分布如表2所示。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和待生催化剂三级再生的反应再生技术。对比例反应条件为：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，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的结果可以看出，本发明与常规催化工艺相比：低价值产品干气和焦炭产率明显下降，高价值产品烯烃、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实施例与对比例反应条件及产物分布对比项目实施例对比例原料油提升管出口温度，℃510580第2反应区反应温度，℃550560再生温度，℃680680半再生剂温度，℃690半再生剂含碳量，％0.15第二反应器催化剂平均含碳量，％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