CN111748372B - 催化裂化方法及催化裂化装置 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了催化裂化方法及催化裂化装置，涉及石油炼制技术领域。催化裂化方法包括：将重油原料和重油催化剂在重油反应器内反应，将产物与重油待生催化剂进行气固分离后，将重油待生催化剂在第一再生区再生；将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内反应，将产物与轻烃待生催化剂进行气固分离后，将轻烃待生催化剂在第二再生区再生。催化裂化装置通过重油反应器进行重油原料的反应，经气固分离后输送至第一再生区进行再生，通过轻烃反应器进行轻烃原料的反应，经气固分离后输送至第二再生区进行再生。通过分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的接触，彻底解决了重油催化剂和轻烃催化剂分离不彻底的问题。

Description

催化裂化方法及催化裂化装置
技术领域
本发明涉及石油炼制技术领域，且特别涉及催化裂化方法及催化裂化装置。
背景技术
目前，催化裂化装置能够生产70％左右的车用汽油、30％左右的车用柴油，是炼油企业利润最重要的来源之一。新的市场形势要求催化裂化工艺不断进行技术升级，催化裂化工艺的技术升级主要有两个方向：一是多产以丙烯为主的低碳烯烃，另一个是以多产BTX为主的芳烃。
国内开发的催化裂化多产丙烯工艺主要有：深度催化裂化工艺(deep catalyticcracking，DCC)、多产液化气和汽油催化裂化工艺(maximum gas&gasoline，MGG)、最大量的生产液化气和柴油的催化裂化工艺(maximum gas&diesel，MGD)、多产异构烷烃的催化裂化工艺(maximizing iso-paraffins，MIP)、灵活多效催化裂化工艺(flexible dual-riserfluid catalytic cracking，FDFCC)、两段提升管催化裂化多产丙烯工艺(two-stagedriser catalytic cracking for maximizing propylene，TMP)。国外开发的催化裂化多产丙烯工艺主要有：SCC(selective catalytic cracking)工艺、PetroFCC工艺、MAXOFIN工艺、INDMAX工艺、HS-FCC(high-severity fluid catalytic cracking)工艺。在这些工艺中，很多继续延用提升管反应器形式，同时采用较苛刻的反应条件，如DCC工艺、MGG和ARGG工艺；也有的将汽油馏分回炼提升管反应器，如MGD工艺、SCC工艺。
催化裂化多产丙烯的原料包括重油和轻油，重油大分子的裂化需要的催化剂孔径较大，而轻油小分子的裂化需要的催化剂孔径较小。而对于同一种催化剂，要想同时兼顾以上各种性能是很难做到的，常常顾此失彼。为了弥补同一种催化剂不能兼顾多种性能的缺陷，目前的做法是使用两种催化剂，但是在双催化剂体系中，存在着催化剂再生过程中不同催化剂难以实现彻底分离的问题。
发明内容
本发明的目的在于提供一种催化裂化方法，旨在解决催化剂分离不彻底的问题。
本发明的另一目的在于提供一种催化裂化装置，旨在通过分区反应分区再生的方式，彻底解决催化剂分离不彻底的问题。
本发明解决其技术问题是采用以下技术方案来实现的。
本发明提出了一种催化裂化方法，催化裂化装置包括重油反应器、轻油反应器和再生器，再生器具有能够独立对催化剂再生的第一再生区和第二再生区，包括如下步骤：
将重油原料和重油催化剂在重油反应器内反应，将产物与重油待生催化剂进行气固分离后，将重油待生催化剂在第一再生区再生；
将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内反应，将产物与轻烃待生催化剂进行气固分离后，将轻烃待生催化剂在第二再生区再生。
本发明还提出一种催化裂化装置，包括重油反应装置、轻烃反应装置和再生器，再生器包括第一再生区和第二再生区；
重油反应装置包括重油反应器和与重油反应器的出料端连通的用于进行气固分离的第一沉降器，第一沉降器的固体物料出口与再生器的第一再生区连通；
轻烃反应装置包括轻烃反应器和与轻烃反应器的出料端连通的用于进行气固分离的第二沉降器，第二沉降器的固体物料出口与再生器的第二再生区连通。
本发明实施例提供一种催化裂化方法的有益效果是：其通过将重油原料和重油催化剂在重油反应器内进行反应，将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内进行反应，在反应之后将各自对应的产物和积碳的催化剂进行气固分离，然后将重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别在第一再生区和第二再生区进行再生。发明人创造性地采用分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的混合，使整个反应和再生过程中两种催化剂不进行接触，从而避免出现重油催化剂和轻烃催化剂混合后难以彻底分离的问题。
需要强调的是，重油催化剂和轻烃催化剂的分离，要求两种催化剂在粒径和密度两方面存在显著的差别，但是差别过大的两种催化剂混合后在装置内无法循环流化，因此催化剂的分离问题长期困扰本领域技术人员。发明人创造性地采用分区反应并分区再生的技术方案，彻底解决了这一技术问题。
同时，在本发明提出的分区反应并分区再生的技术方案中，创造性地采用了贫氧再生、烟气串联的技术方案，富含一氧化碳的烟气进入另外再生区进行完全再生，放出的热量使ZSM催化剂保持较高的温度，为轻烃裂解提供充足的热能，弥补了烟气自身热容的不足，实现了能量耦合。
本发明实施例还提供一种催化裂化装置，其通过重油反应装置中的重油反应器进行重油原料的反应，通过第一沉降器进行气固分离后将待生重油催化剂输送至再生器的第一再生区进行再生，通过轻烃反应装置中的轻烃反应器进行轻烃原料的反应，然后在第二沉降器内进行气固分离之后将待生轻烃催化剂输送至再生器的第二再生区进行再生。发明人通过分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的接触，彻底解决了重油催化剂和轻烃催化剂分离不彻底的问题。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某些实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1为本发明实施例提供的催化裂化装置的结构示意图；
图2为本发明对比例提供的催化裂化装置的结构示意图。
图标：100-催化裂化装置；20-提升干气；30-重油原料进料管线；40-反应产物管线；50-主风；60-再生烟气管线；70-提升干气；80-轻烃原料进料管线；90-反应产物管线；101-集气室；102-顶旋；103-粗旋；110-重油反应装置；111-重油反应器；112-第一沉降器；113-第一汽提器；120-轻烃反应装置；121-轻烃反应器；122-第二沉降器；123-第二汽提器；130-再生器；131-第一再生区；132-第二再生区；133-一级旋风分离器；134-二级旋风分离器；135-三级旋风分离器；136-四级旋风分离器；140-第一待生斜管；150-第一再生斜管；160-第二待生斜管；170-第二再生斜管；1-提升干气；2-重油原料进料管线；3-重油提升管反应器；4-沉降器；5-沉降器旋风分离器；6-再生器换热器；7-再生器旋风分离器；8-再生器；9-汽提段；10-集气室；11-再生斜管；12-再生斜管；13-提升干气；14-汽油提升管反应器；15-反应产物物流；16-轻烃进料管线。
具体实施方式
为使本发明实施例的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将对本发明实施例中的技术方案进行清楚、完整地描述。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。
下面对本发明实施例提供的催化裂化方法及催化裂化装置进行具体说明。
本发明实施例提供了一种催化裂化方法，催化裂化装置包括重油反应器、轻油反应器和再生器，再生器具有能够独立对催化剂再生的第一再生区和第二再生区，包括如下步骤：将重油原料和重油催化剂在重油反应器内反应，将产物与重油待生催化剂进行气固分离后，将重油待生催化剂在再生器的第一再生区再生；将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内反应，将产物与轻烃待生催化剂进行气固分离后，将轻烃待生催化剂在再生器的第二再生区再生。
需要说明的是，发明人创造性地采用分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的混合，使整个反应和再生过程中两种催化剂不进行接触，从而彻底解决了重油催化剂和轻烃催化剂分离不彻底的问题。
本发明中的方法具备以下两个优点：(1)在一套催化裂化装置中，分别设置两个不同的反应器，将两种不同的原料和两种不同的催化剂分别在两个反应器内接触反应，实现原料、催化剂、反应器、工艺条件四者的高度匹配，达到目标产物最大化的目的。(2)本发明方法设置两个再生剂再生区，两种不同的催化剂在不同的再生区内烧焦再生，可以避免催化剂混合造成的后续催化剂分离困难的问题，而且催化剂循环流化容易进行，不会影响装置的稳定运行。
在一些实施例中，重油反应器和轻烃反应器可以为提升管反应器，能够进一步提升目标产物的产率。
重油原料和轻烃原料可以为常用的催化裂化原料，以质量分数计，重油原料的氢含量为9.5-13.0％，残炭量为1-7％。轻烃原料选自直馏石脑油、催化汽油、焦化汽油、重整拔头油、加氢裂化石脑油和碳四烃类中的至少一种。
具体地，重油催化剂为Y型分子筛催化剂；优选地，重油催化剂选自DASY分子筛、USY分子筛、REY分子筛、REHY分子筛、HY分子筛中的至少一种；更优选地，重油催化剂选自含稀土的USY分子筛和含稀土的USY分子筛中的至少一种。优选地，轻烃催化剂为ZSM系列分子筛催化剂。发明人通过进一步优化重油催化剂和轻烃催化剂的选择提升了目标产物的产率。
为了进一步提升目标产物的收率发明人对重油反应器的操作参数进行了控制，重油反应器的反应温度为450-560℃，优选为460-540℃，更优选为480-530℃；重油反应器的反应时间为0.6-5秒，优选为1.2-4.5秒，更优选为1.5-4.0秒；重油反应器的反应压力为0.05-0.35MPa，优选为0.08-0.32MPa，更优选为0.1-0.3MPa；重油反应器对应的剂油比为3-18:1，更优选为5-15:1，进一步优选为6-10:1。将反应温度、反应时间、反应压力和剂油比控制在优选的范围内，能够显著提升重油原料的转化率，提高原料的利用率。
需要说明的是，本发明实施例中所提及的“剂油比”是指催化剂循环量与进料量的重量比；本发明实施例中所提及的“反应压力”均是指表压。
进一步地，为了提升目标产物的收率发明人也对轻烃反应器的操作参数进行了控制，轻烃反应器的反应温度为500-660℃，优选为510-650℃，更优选为530-640℃；轻烃反应器的反应时间为0.6-6.5秒，优选为1.2-6.0秒，更优选为1.5-5.5秒；轻烃反应器的反应压力为0.05-0.35MPa，优选为0.08-0.32MPa，更优选为0.1-0.3MPa；轻烃反应器对应的剂油比为5-40:1，优选为7-35:1，更优选为9-30:1。
发明人在再生环节中通过主风串联，实现了能量的耦合。在第一再生区进行贫氧再生，并在贫氧再生之后进行气固分离得到高温烟气，将高温烟气输送至第二再生区与轻烃待生催化剂进行富氧再生。将第一再生区中产生的高温烟气在第二再生区中再次燃烧，为轻烃待生催化剂提供热量，弥足因待生催化剂焦炭含量低造成的热量不足。
优选地，第一再生区和第二再生区的再生温度为650-750℃；在贫氧再生中，氧气的体积分数为0.5-1％，一氧化碳的体积分数为4-6％；在富氧再生中，氧气的体积分数为2-5％，一氧化碳含量小于100ppm。发明人通过优化再生环节中的气氛条件和再生温度，进一步提升了再生效果，使再生催化剂含碳量一般为0.02～0.2重量％。
在一些实施例中，重油待生催化剂和轻烃待生催化剂在气固分离之后进行再生之前，对重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别进行汽提。汽提过程是对积碳催化剂的常规操作，其工作条件和原理在此不做过多赘述。
本发明所提供的催化裂化方法还具备以下优越性：(1)本发明的两个再生区通过烟气进行串联，下部再生区进行贫氧不完全再生，富含一氧化碳的烟气进入上部再生区进行完全再生，放出的热量使ZSM-5催化剂保持较高的温度，为轻烃裂解提供充足的热能，提高轻烃的裂解深度，增大低碳烯烃产率。(2)本发明通过烟气串联、分区再生的技术手段，使重油裂化生成焦炭燃烧放出的热量得到充分利用，无需常规催化裂化装置那样外设换热器进行供热，节约装置操作成本。
请参照图1，本发明实施例还提供一种用于实施权利上述催化裂化方法的催化裂化装置100，包括重油反应装置110、轻烃反应装置120和再生器130，在重油反应装置110和轻烃反应装置120分别进行重油原料和轻烃原料的催化裂化，并将产物和催化剂进行分离，再生器130对分离得到的催化剂进行再生。
进一步地，再生器130包括第一再生区131和第二再生区132，重油反应装置110包括重油反应器111和与重油反应器111的出料端连通的用于进行气固分离的第一沉降器112，第一沉降器112的固体物料出口与再生器130的第一再生区131连通；轻烃反应装置120包括轻烃反应器121和与轻烃反应器121的出料端连通的用于进行气固分离的第二沉降器122，第二沉降器122的固体物料出口与再生器130的第二再生区132连通。采用分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的混合，使整个反应和再生过程中两种催化剂不进行接触，再生之后两种催化剂可以各自返回反应器进行下一循环反应。
具体地，第一沉降器112和第二沉降器122内均自上而下设置有集气室101、气固分离器(即粗旋103和顶旋102)，第一沉降器112下方还设置有用于对气固分离后得到催化剂进行汽提的第一汽提器113，第二沉降器122下方还设置有用于对气固分离后得到催化剂进行汽提的第二汽提器123；第一待生斜管140的进料端与第一汽提器113的出料口连通，第二待生斜管160的进料端与第二汽提器123的出料口连通。粗旋103和顶旋102分别为两个旋风分离器，用于将反应产物和重油待生催化剂分离，可以通过软管将两个旋风分离器连接。
进一步地，再生器的第二再生区132位于第一再生区131的上方，催化裂化装置100还包括第一待生斜管140、第一再生斜管150、第二待生斜管160和第二再生斜管170；第一再生区131的底部设置有主风进口(即图1中主风50的位置)，第一待生斜管140的两端分别与第一沉降器112的固体出口和第一再生区131的进料口连通，第一再生斜管150的两端分别与第一再生区131的出料口和重油反应器111的进料端连通。通过第一待生斜管140将重油待生催化剂输送至第一再生区131，通过第一再生斜管150将再生后的催化剂返回重油反应器111，实现催化剂的循环利用。
进一步地，第一再生区131和第二再生区132内均设置有再生区气固分离器，第一再生区131内的再生区气固分离器的气体出口与第二再生区132的底部进气口连通，第二待生斜管160的两端分别与第二沉降器122的固体出口和第二再生区132的进料口连通，第二再生斜管170的两端分别与第二再生区132的出料口和重油反应器111的进料端连通。具体地，第一再生区131和第二再生区132内的再生区气固分离器即图1中一级旋风分离器133、二级旋风分离器134、三级旋风分离器135、四级旋风分离器136。
需要说明的是，重油经过重油原料进料管线30进入重油反应器111，与被提升干气20携带的催化剂接触，发生催化裂化反应，反应产物与催化剂一起进入第一沉降器112内，经过粗旋103和顶旋102实现反应产物与待生催化剂的分离，反应产物进入集气室101后经过反应产物管线40进入下一操作单元；待生催化剂经过汽提后经过第一待生斜管140进入第一再生区131内，与主风50(空气)接触进行贫氧烧焦再生，再生后的催化剂经过第一再生斜管150返回重油反应器111底部，再生烟气经过一级旋风分离器133和二级旋风分离器134后进入第二再生区132。
需要说明的是，轻烃经过轻烃原料进料管线80进入轻烃反应器121，与被提升干气70携带的催化剂接触，发生催化裂化反应，反应产物与催化剂一起进入第二沉降器122内，经过粗旋103和顶旋102实现反应产物与待生催化剂的分离，反应产物进入集气室101后经过反应产物管线90进入下一操作单元；待生催化剂经过汽提后经过第二待生斜管160进入第二再生区132内，与第一再生区131来的再生烟气接触，进行富氧烧焦再生，再生后催化剂经过第二再生斜管170返回轻烃反应器121底部，再生烟气经过三级旋风分离器135和四级旋风分离器136后，经过再生烟气管线60进入下一操作单元。
以下结合实施例对本发明的特征和性能作进一步的详细描述。
实施例1
本实施例提供一种催化裂化方法，其采用图1中的装置，重油进料为常压蜡油，常压蜡油性质见表1，轻烃进料为直馏石脑油，性质见表2。
重油裂解催化剂为Y型分子筛催化剂，催化剂牌号为DFC-1。轻烃裂解催化剂为ZSM系列分子筛催化剂，牌号为SY-1。重油提升管反应器加工量为100万吨/年，重油提升管出口温度为510℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为7(即7:1)，反应时间为3秒；轻烃提升管反应器加工轻烃60万吨/年，反应器出口温度为600℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为20，反应时间为3秒。第一再生区和第二再生区的再生温度为700℃，第一再生区中氧气的体积分数为0.5％，一氧化碳的体积分数为4％；第二再生区中氧气的体积分数为2％，一氧化碳含量小于100ppm。
表1重油原料性质
Figure BDA0002585821550000121
Figure BDA0002585821550000131
表2直馏石脑油性质
Figure BDA0002585821550000132
实施例2-7
实施例2-7均提供一种催化裂化方法，其采用图1中的装置，与实施例1中的区别仅在于以下参数的控制，如表3所示。
表3实施例2-7中的参数控制
Figure BDA0002585821550000141
Figure BDA0002585821550000151
对比例1
按照实施例1所述的条件，区别在于只采用重油裂解催化剂，反应-再生系统如图2所示。
图2中的反应-再生系统的工作原理如下：重油经过重油原料进料管线2进入重油提升管反应器3，与被提升干气1携带的催化剂接触，发生催化裂化反应，反应产物与催化剂一起进入沉降器4内，经过沉降器旋风分离器5实现反应产物与待生催化剂的分离，待生催化剂经过汽提段9汽提后经过料腿进入再生器8内(通过再生器换热器6进行供热)，通过再生器旋风分离器7进行分离后的再生催化剂一部分通过再生斜管11进入重油提升管反应器3底部，一部分再生催化剂通过再生斜管12进入汽油提升管反应器14底部，被提升干气13携带后与轻烃进料管线16输入的轻烃原料反应；反应产物进入集气室10后经过反应产物物流15进入下一操作单元。
对比例2
本对比例提供一种催化裂化方法，与实施例1不同之处在于：再生一区和再生二区均进行富氧再生，具体条件如下：
重油提升管出口温度为510℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为7(即7:1)，反应时间为3秒；轻烃提升管反应器出口温度为500℃，反应压力为0.2MPa，剂油比为12，反应时间为3秒。第一再生区的再生温度为700℃，由于热量不足，第二再生区的再生温度为620℃，第一再生区中氧气的体积分数为0.5％，一氧化碳的体积分数为0.5％；第二再生区中氧气的体积分数为3％，一氧化碳含量小于100ppm。
试验例1
测试实施例1-3和对比例1中产品的具体成分，结果如表4所示。
表4产品分布对比
Figure BDA0002585821550000161
Figure BDA0002585821550000171
从表4数据对比情况可见，实施例1的乙烯和丙烯总产率达到21.56重量％，显著高于对比例1的13.76重量％和对比例2的12.99重量％。将两种不同的原料和两种不同的催化剂分别在两个不同类型的反应器内接触反应，实现原料、催化剂、反应器、工艺条件四者的高度匹配，可以显著提高目标产物产率。
综上所述，本发明提供的催化裂化方法，其通过将重油原料和重油催化剂在重油反应器内进行反应，将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内进行反应，在反应之后将各自对应的产物和积碳的催化剂进行气固分离，然后将重油待生催化剂和轻烃待生催化剂分别在第一再生区和第二再生区进行再生。发明人创造性地采用分区反应、分区再生的方式，避免了重油催化剂和轻烃催化剂的混合，使整个反应和再生过程中两种催化剂不进行接触，从而彻底解决了重油催化剂和轻烃催化剂分离不彻底的问题。
本发明还提供的一种催化裂化装置，其通过重油反应装置中的重油反应器进行重油原料的反应，通过第一沉降器进行气固分离后将待生重油催化剂输送至再生器的第一再生区进行再生，通过轻烃反应装置中的轻烃反应器进行轻烃原料的反应，然后在第二沉降器内进行气固分离之后将待生轻烃催化剂输送至再生器的第二再生区进行再生。使整个反应和再生过程中两种催化剂不进行接触，从而彻底解决了重油催化剂和轻烃催化剂分离不彻底的问题。
以上所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例。本发明的实施例的详细描述并非旨在限制要求保护的本发明的范围，而是仅仅表示本发明的选定实施例。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有作出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。

Claims (32)

1.一种催化裂化方法，其特征在于，在催化裂化装置中进行，所述催化裂化装置包括重油反应器、轻油反应器和再生器，所述再生器具有能够独立对催化剂再生的第一再生区和第二再生区，包括如下步骤：
将重油原料和重油催化剂在重油反应器内反应，将产物与重油待生催化剂进行气固分离后，将所述重油待生催化剂在所述再生器的第一再生区再生；
将轻烃原料和轻烃催化剂在轻烃反应器内反应，将产物与轻烃待生催化剂进行气固分离后，将所述轻烃待生催化剂在所述再生器的第二再生区再生；
在所述第一再生区进行贫氧再生，并在贫氧再生之后进行气固分离得到高温烟气，将所述高温烟气输送至所述第二再生区与所述轻烃待生催化剂进行富氧再生；在所述贫氧再生中，氧气的体积分数为0.5-1%，一氧化碳的体积分数为4-6%；在所述富氧再生中，氧气的体积分数为2-5%，一氧化碳含量小于100ppm；
重油原料的氢含量为9.5-13.0%，残炭量为1-7%；所述重油催化剂为Y型分子筛催化剂；
所述轻烃原料选自直馏石脑油、催化汽油、焦化汽油、重整拔头油、加氢裂化石脑油和碳四烃类中的至少一种；所述轻烃催化剂为ZSM系列分子筛催化剂。
2.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述第一再生区和所述第二再生区的再生温度为650-750℃。
3.根据权利要求2所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油待生催化剂和所述轻烃待生催化剂在气固分离之后进行再生之前，对所述重油待生催化剂和所述轻烃待生催化剂分别进行汽提。
4.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油催化剂选自DASY分子筛、USY分子筛、REY分子筛、REHY分子筛、HY分子筛中的至少一种。
5.根据权利要求4所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油催化剂选自含稀土的USY分子筛和含稀土的USY分子筛中的至少一种。
6.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应温度为450-560℃。
7.根据权利要求6所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应温度为480-530℃。
8.根据权利要求6所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应时间为0.6-5秒。
9.根据权利要求8所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应时间为1.2-4.5秒。
10.根据权利要求9所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应时间为1.5-4.0秒。
11.根据权利要求6所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应压力为0.05-0.35MPa。
12.根据权利要求11所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应压力为0.08-0.32MPa。
13.根据权利要求12所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器的反应压力为0.1-0.3MPa。
14.根据权利要求6所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器对应的剂油比为3-18:1。
15.根据权利要求14所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器对应的剂油比为5-15:1。
16.根据权利要求15所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器对应的剂油比为6-10:1。
17.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述重油反应器为提升管反应器。
18.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应温度为500-660℃。
19.根据权利要求18所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应温度为510-650℃。
20.根据权利要求19所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应温度为530-640℃。
21.根据权利要求18所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应时间为0.6-6.5秒。
22.根据权利要求21所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应时间为1.2-6.0秒。
23.根据权利要求22所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应时间为1.5-5.5秒。
24.根据权利要求18所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应压力为0.05-0.35MPa。
25.根据权利要求24所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应压力为0.08-0.32MPa。
26.根据权利要求25所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器的反应压力为0.1-0.3MPa。
27.根据权利要求18所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器对应的剂油比为5-40:1。
28.根据权利要求27所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器对应的剂油比为7-35:1。
29.根据权利要求28所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器对应的剂油比为9-30:1。
30.根据权利要求1所述的催化裂化方法，其特征在于，所述轻烃反应器为提升管反应器。
31.一种用于实施权利要求1-30中任一项所述催化裂化方法的催化裂化装置，其特征在于，包括重油反应装置、轻烃反应装置和再生器，所述再生器包括第一再生区和第二再生区；
所述重油反应装置包括重油反应器和与所述重油反应器的出料端连通的用于进行气固分离的第一沉降器，所述第一沉降器的固体物料出口与所述再生器的所述第一再生区连通；
所述轻烃反应装置包括轻烃反应器和与所述轻烃反应器的出料端连通的用于进行气固分离的第二沉降器，所述第二沉降器的固体物料出口与所述再生器的所述第二再生区连通；
所述再生器的所述第二再生区位于所述第一再生区的上方，所述催化裂化装置还包括第一待生斜管、第一再生斜管、第二待生斜管和第二再生斜管；
所述第一再生区的底部设置有主风进口，所述第一待生斜管的两端分别与所述第一沉降器的固体出口和所述第一再生区的进料口连通，所述第一再生斜管的两端分别与所述第一再生区的出料口和所述重油反应器的进料端连通；
所述第一再生区和所述第二再生区内均设置有再生区气固分离器，所述第一再生区内的所述再生区气固分离器的气体出口与所述第二再生区的底部进气口连通，所述第二待生斜管的两端分别与所述第二沉降器的固体出口和所述第二再生区的进料口连通，所述第二再生斜管的两端分别与所述第二再生区的出料口和所述重油反应器的进料端连通。
32.根据权利要求31所述的催化裂化装置，其特征在于，所述第一沉降器和所述第二沉降器的内腔中均自上而下设置有集气室、气固分离器，所述第一沉降器下方还设置有用于对气固分离后得到催化剂进行汽提的第一汽提器，所述第二沉降器下方还设置有用于对气固分离后得到催化剂进行汽提的第二汽提器；
所述第一待生斜管的进料端与所述第一汽提器的出料口连通，所述第二待生斜管的进料端与所述第二汽提器的出料口连通。
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