CN101993723A

CN101993723A - 一种劣质重油改质的方法与装置

Info

Publication number: CN101993723A
Application number: CN2009100657243A
Authority: CN
Inventors: 王文柯; 汤海涛; 张亚西; 孟凡东; 陈曼桥; 闫鸿飞; 王龙延; 樊麦跃; 武立宪; 陈章淼
Original assignee: Sinopec Luoyang Petrochemical Engineering Corp
Current assignee: Sinopec Luoyang Guangzhou Engineering Co Ltd
Priority date: 2009-08-11
Filing date: 2009-08-11
Publication date: 2011-03-30

Abstract

本发明公开了一种劣质重油改质的方法与装置，本发明依托催化裂化装置，设置劣质重油改质反应器，利用积炭待生催化剂作为热载体形成流态化的劣质重油改质工艺。来自催化裂化提升管反应器的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂混合后作为热载体进入劣质重油改质反应器，与劣质进料反应，反应生成油气去分馏塔，分离出的催化剂去再生器再生，循环使用；本发明的劣质重油改质装置包括催化裂化提升管反应器(4)、待生催化剂输送管(5)、催化剂混合器(9)、劣质重油改质反应器和再生器(6)。本发明在不影响催化裂化产品分布和产品性质的前提下实现了劣质重油流化热改质的工艺目的，适用于低重金属(Ni+V)含量的劣质重油原料的二次加工。

Description

一种劣质重油改质的方法与装置

技术领域

本发明涉及一种劣质重油改质的方法与装置。

背景技术

目前，石油化工行业二次热加工工艺主要为：延迟焦化工艺、灵活焦化工艺和流化焦化工艺；ART、ROP等也属于流态化焦化工艺。流化焦化较之延迟焦化、灵活焦化有着明显的工艺优势。首先，流化焦化的液体产品收率高于延迟焦化和灵活焦化，焦炭收率却低于延迟焦化和灵活焦化。其次，流化焦化的机械设备少，投资低，由于其整体为封闭系统，减小了装置开工及运转期间造成的粉尘污染。燃烧器产生的烟气经过热量回收、脱硫及除尘，在环境污染控制方面也优于延迟焦化和灵活焦化。另外，流化焦化装置操作灵活、其处理量操作弹性远高于延迟焦化和灵活焦化。

尽管目前的流化焦化工艺较之延迟焦化和灵活焦化有着诸多的工艺优势，但其载热、载炭并处于流态化的炭粒载体存在着制造、烧焦再生控制及应用等方面的困难。

ART、ROP工艺等虽然也属于流态化焦化工艺范畴，但需要专用的热载体并单独建立一套装置才能达到相应的工艺目的。

美国专利USP4,213,826所涉及的流化焦化的工艺技术是以煤粉为原料，在减压(≤10mmHg)条件下进行流化焦化产生油气并进行分馏。该工艺不涉及重质油品的流化焦化改质。

中国专利ZL200510017751.5是利用催化裂化双提升管的技术特点，将轻烃提升管反应后的待生剂部分或全部返回重油提升管底部的催化剂混合器，在催化剂混合器中与来自再生器的再生催化剂混合后进入重油提升管与重油接触反应。该工艺技术主要以催化裂化为主，不涉及劣质重油流化热改质工艺。

发明内容

本发明要解决的技术问题是提供一种劣质重油改质的方法与装置，该方法与装置在不改变催化裂化产品分布和产品性质的前提下可以达到目前重质原料流化焦化的工艺目标，并且在保留流化焦化的工艺优势条件下可以很容易的克服现有流化焦化工艺处于流态化的载热、载炭的炭粒的制造、烧焦再生控制及应用等方面的技术困难。

为了解决上述技术问题，本发明提供了一种劣质重油改质的方法与装置。本发明提供的劣质重油改质方法包括按下述顺序的步骤：

(a)来自再生器6的再生催化剂进入催化裂化提升管反应器4与催化裂化进料C进行催化裂化反应。反应结束后，反应物流经沉降分离，分离出催化裂化反应生成油气A和待生催化剂；

(b)分离出的待生催化剂经第一沉降器汽提段3水蒸汽汽提后全部进入催化剂混合器9与来自再生器6的高温再生催化剂在水蒸汽作用下混合后作为热载体；

(c)混合后的热载体进入劣质重油改质反应器进料段10与劣质重油进料D进行改质反应，改质反应结束后，改质反应物流经沉降分离，分离出的劣质重油改质反应生成油气B进入劣质重油改质分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经第二沉降器汽提段13水蒸汽汽提后进入再生器6内进行烧焦再生，循环使用。

所述催化裂化提升管反应器4的操作条件为常规催化裂化条件，选用现有常用的各种催化裂化催化剂(例如CC-20D)。反应温度为450～550℃，反应时间为0.5～5s(s为秒)，剂油比为5～10，反应绝对压力为0.15～0.40MPa。催化裂化提升管反应器进料C包括常压渣油、减压渣油、直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢尾油、回炼油、油浆、原油、页岩油、合成油、煤焦油。本领域的技术人员对催化裂化提升管反应器4的操作和控制过程是清楚的，可以根据具体操作情况选用操作条件。

所述的第一沉降器汽提段3的汽提条件也是常规的，汽提介质为水蒸汽，汽提温度为480～520℃。来自催化裂化提升管反应器4的经第一沉降器汽提段3汽提的待生催化剂的温度为480～520℃，含碳量为0.5～1.5w％，微反活性为20～45％；

所述的催化剂混合器9内，来自第一沉降器汽提段3的待生催化剂与来自再生器6的再生催化剂混合比例一般为10∶1～1∶2，较好为8∶1～1∶1，最好为5∶1～1.5∶1，混合催化剂的温度为515～635℃，较好为520～600℃，最好为530～580℃。

所述的劣质重油改质反应器的反应温度为450～550℃，较好为460～530℃，最好为480～520℃。反应时间为1～25s，较好为3～20s，最好为5～15s。剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质重油改质反应器进料段10油气线速为5～8m/s，反应段12油气线速为3～5m/s，顶部16出口油气线速为8～15m/s。

劣质重油改质装置的催化裂化进料C与劣质重油进料D比值为10∶1～1∶2，较好为7∶1～1∶1.2，最好为4∶1～1∶1；劣质重油进料D重金属(Ni+V)含量为0～50μg·g^-1，较好为0～40μg·g^-1，最好为0～30μg·g^-1。劣质重油进料D主要为减压渣油，也包括回炼油和油浆等重质原料。

所述再生器6温内再生温度为650～730℃，绝对再生压力为0.15～0.40MPa，再生时间3～10min。

本发明还提供了一种用于上述劣质重油改质方法的劣质重油改质装置，按装置内催化剂的流程，依次设有催化裂化提升管反应器4、第一沉降器1、第一沉降器汽提段3、待生催化剂输送管5、催化剂混合器9、劣质重油改质反应器(包括进料段10、反应段12、缩径段15和顶部16)、第二沉降器14、第二沉降器汽提段13和再生器6。催化裂化提升管反应器4的顶部出口与第一沉降器1相连通，第一沉降器1的下方为第一沉降器汽提段3，第一沉降器汽提段3的下方为待生催化剂输送管5，待生催化剂输送管5与催化剂混合器9相连通，催化剂混合器9顶部与劣质重油改质反应器进料段10相连通，劣质重油改质反应器顶部16出口与第二沉降器14相连通，第二沉降器14的下方设有第二沉降器汽提段13。再生器6底部与催化剂混合器9下部相连通，再生器6与催化剂混合器9之间设有流量控制阀8。

所述的待生催化剂输送管5连接于第一沉降器汽提段3底部的管壁上，连接位置无严格要求。所述的待生催化剂输送管5、催化剂混合器9与再生器6相连的管道采用横截面为圆形的金属管，内衬隔热耐磨衬里，内径为Φ300～2000mm。

所述的催化剂混合器9包括一个圆柱形筒体，位于圆柱形筒体的顶部的圆锥段和位于圆柱形筒体底部的半球形封头。圆柱形筒体是催化剂混合器9的主体部分，为金属构件，内衬隔热耐磨衬里；其内径为Φ600～6000mm，长度为2500～8000mm。催化剂混合器9通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与劣质重油改质反应器进料段10相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°，以有利于待生催化剂的流动，消除流动死区。催化剂混合器9的混合催化剂温度为530～640℃。

所述的待生催化剂输送管5、劣质重油改质反应器进料段10与催化剂混合器9圆柱形筒体相连的两个接口的位置，只要保证进入到催化剂混合器9内的来自催化裂化提升管反应器4的待生催化剂与来自再生器6的再生催化剂在水蒸汽的搅拌和提升作用下沿催化剂混合器9上行一段距离、实现良好混合后再进入劣质重油改质反应器进料段10即可。

所述的流量控制阀8设在催化剂混合器9与再生器6相连的管道上，其可以采用各种常用的流量控制阀(如采用滑阀)，以调节再生催化剂流量，实现对催化剂混合器9的温度控制。

所述的劣质重油改质反应器包括进料段10、反应段12、缩径段15及顶部16，均为金属构件，内衬隔热耐磨衬里。各组成部分结构尺寸根据劣质重油改质反应条件来确定，劣质重油改质反应器操作温度为450～550℃；劣质重油改质反应器进料段10内径为Φ100～3000mm，长度为2000～8000mm，劣质重油改质反应器进料段10尺寸确定依据：操作温度为520～550℃，油气线速为5～8m/s，油气停留时间为0.4～1s。劣质重油改质反应器进料段10通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段实现扩径与劣质重油改质反应器反应段12的底部相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°；劣质重油改质反应器反应段12内径为Φ400～6000mm，长度为12000～60000mm，劣质重油改质反应器反应段12尺寸确定依据：操作温度为500～520℃，油气线速为3～5m/s，油气停留时间为4～12s。劣质重油改质反应器反应段12通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段实现缩径与劣质重油改质反应器缩径段15的底部相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°；劣质重油改质反应器缩径段15内径为Φ200～4000mm，长度为2000～8000mm，劣质重油改质反应器缩径段15尺寸确定依据：操作温度为450～510℃，油气线速为8～15m/s油气停留时间为0.25～0.6s。劣质重油改质反应器顶部16的内径与劣质重油改质反应器缩径段15相同。劣质重油改质反应器顶部16出口与第二沉降器14相连通。

本发明的劣质重油改质装置在操作时，来自再生器6底部的再生催化剂进入催化裂化提升管反应器4与催化进料C接触后进行反应，反应结束后，第一沉降器1分离出待生催化剂与催化裂化反应生成油气A。分离出的催化裂化反应生成油气A进入分馏系统进行分馏，分离出的待生催化剂进入催化剂混合器9，在催化剂混合器9内与来自再生器6的高温再生催化剂在水蒸汽作用下混合后进入劣质重油改质反应器进料段10与劣质重油进料D接触后进行改质反应，改质反应物流由劣质重油改质反应器的顶部16出口进入第二沉降器14进行待生催化剂与劣质重油改质油气分离，分离出的劣质重油改质反应生成油气B进入劣质重油改质分馏塔进行分馏。分离出的待生催化剂在第二沉降器汽提段13经水蒸汽汽提后进入再生器6内进行烧焦再生。由此实现催化裂化再生催化剂和待生催化剂由催化裂化反应到劣质重油改质反应的串联应用。

本发明是将流化催化裂化待生催化剂全部作为劣质重油改质的热载体与劣质重油原料在劣质重油改质反应器中进行改质反应操作。经过催化裂化反应后，催化裂化催化剂上的含碳量为0.5～1.5％，其微反活性为20～45％。，此时的催化裂化待生催化剂显然为劣质重油的改质反应提供了良好的载热、载炭体。再次积炭的催化裂化待生催化剂则进入再生器进行烧焦再生。

本发明依托催化裂化装置，设置劣质重油改质反应器，利用积炭待生催化剂作为热载体形成流态化的劣质重油改质工艺。催化裂化提升管反应器4为常规操作，在不影响催化裂化产品分布和产品性质的前提下实现了劣质重油流化热改质的工艺目的。在本发明所述工况下，原料的催化裂化可保持原有的产品分布和产品性质不变。劣质重油进行流化热改质，产品分布相对于延迟焦化和灵活焦化可得到较大改善，与现有流化焦化技术相比基本相当，其液体产品收率远高于延迟焦化和灵活焦化，裂化气和焦炭收率却低于延迟焦化和灵活焦化。另外，本发明所述的劣质重油改质工况与现有流化焦化技术相比机械设备少，投资低。本发明所述的劣质重油改质工况整体为一封闭系统，减小了装置开工及运转期间造成的粉尘污染。再生器烧焦产生的烟气经过热量回收、脱硫及除尘，在环境污染控制方面优于延迟焦化和灵活焦化并与流化焦化装置相当，劣质重油处理量操作弹性达60％。

本发明可以达到目前重质原料流化焦化的工艺目标并保留流化焦化的工艺优势，克服了现有流化焦化工艺处于流态化的载热、载炭的炭粒的制造、烧焦再生控制及应用等方面的技术困难。

附图说明

下面结合附图对本发明作进一步的阐述：

图1是本发明的劣质重油改质的方法与装置的示意图

具体实施方式

图1是本发明的一种劣质重油改质装置，依次设有催化裂化提升管反应器4、第一沉降器1、沉降器旋风分离器2、第一沉降器汽提段3、待生催化剂输送管5、催化剂混合器9、劣质重油改质反应器(包括进料段10、反应段12、缩径段15和顶部16)、第二沉降器14、第二沉降器汽提段13、外取热器11和再生器6。催化裂化提升管反应器4的顶部出口与第一沉降器1相连通，第一沉降器内设有旋风分离器3，第一沉降器下方为第一沉降器汽提段3，第一沉降器汽提段3的下方为待生催化剂输送管5，待生催化剂输送管5与催化剂混合器9相连通，催化剂混合器9顶部与劣质重油改质反应器进料段10相连通，劣质重油改质反应器顶部16出口与第二沉降器14相连通，第二沉降器14的下方设有第二沉降器汽提段13。再生器6底部与催化剂混合器9下部相连通，再生器6与催化剂混合器9之间设有流量控制阀8，此处为滑阀。待生催化剂输送管5、催化剂混合器9与再生器6相连的管道采用横截面为圆形的金属管，内衬隔热耐磨衬里。

采用图1所示本发明劣质重油改质装置进行催化裂化和劣质重油改质加工的方法如下：来自再生器6的再生催化剂通过再生催化剂斜管7进入催化裂化提升管反应器4的底部与催化裂化原料C接触后沿提升管反应器4上行并进行反应。反应结束后，反应物流由催化裂化提升管反应器4的顶部出口进入第一沉降器1并通过沉降器旋风分离器2进行待生催化剂与催化裂化反应生成油气A分离。分离出的提升管反应器反应生成油气A由第一沉降器1的顶部引出去催化裂化分馏系统进行分馏；分离出的待生催化剂在第一沉降器汽提段3经水蒸汽汽提后经第一沉降器汽提段3底部的待生催化剂输送管5进入催化剂混合器9，在催化剂混合器9内与来自再生器6的高温再生催化剂在水蒸汽作用下混合后进入劣质重油改质反应器进料段10与劣质重油进料D接触后沿反应器上行进入反应段12进行改质反应，反应结束后，改质反应物流依次经劣质重油改质反应器的缩径段15和顶部16出口进入第二沉降器14，在此处待生催化剂与劣质重油改质反应生成油气B分离，分离出的劣质重油改质反应生成油气B由第二沉降器14的顶部去劣质重油改质分馏塔进行分馏。分离出的待生催化剂在第二沉降器汽提段13经水蒸汽汽提后进入再生器6内进行烧焦再生。再生后的催化剂一部分经再生催化剂斜管7进入催化裂化提升管反应器4，另一部分经带有流量控制阀8的连接再升器6与催化剂混合器9的管道进入催化剂混合器9，上述的操作过程连续循环进行。

对比例与实施例

对比例

图1所示的流化催化裂化在提升管催化裂化中试装置上进行试验。催化裂化提升管反应器加工大庆常压渣油，催化剂采用市售的CC-20催化裂化催化剂；中试装置提升管反应器模拟全回炼操作，再生器内催化剂的再生温度为700℃，再生催化剂的含碳量为0.03w％，微反活性为64％。沉降器汽提段的汽提介质为水蒸汽，汽提温度均为500℃。劣质重油改质方案在实验室固定流化床装置上进行，劣质重油改质的热载体分别采用炭粒和提升管催化裂化中试装置的待生催化剂。延迟焦化方案在实验室小型延迟焦化装置上进行，流化焦化与延迟焦化原料均为大庆减压渣油。

提升管催化裂化反应器进料性质见表1，提升管反应器的操作条件、产品分布见表2。劣质重油改质反应进料性质见表1、流化焦化、常规延迟焦化操作条件、产品分布及所产物流的部分性质见表2。对比例中，流化焦化以改善焦化产品分布为主要目的。

实施例1

按对比例，所不同的是催化剂混合器内来自提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合器内的混合催化剂温度、劣质重油改质反应器的剂油比、和反应时间。本实施例劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表3。

实施例2

按对比例，所不同的是催化剂混合器内来自提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合器内的混合催化剂温度、劣质重油改质反应器的剂油比、和反应时间。本实施例劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表4。

实施例3

按对比例，所不同的是催化剂混合器内来自提升管反应器的经汽提的待生催化剂与来自再生器的再生催化剂的重量混合比例、催化剂混合器内的混合催化剂温度、劣质重油改质反应器的剂油比、和反应时间。本实施例劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质见表5。

表1提升管反应器进料性质(对比例)

重油提升管反应器进料	大庆常压渣油	大庆减压渣油
			密度(20℃)，kg·m^-3	908.2	0.9279
残炭，w％	4.2	9.06
			族组成，w％
饱和烃	62.3	50
			芳烃	25.6	32.9
胶质+沥青质	12.1	17.1
			硫含量，μg·g^-1	1180	1830
Ni，μg·g^-1	4.3	7.8
			V，μg·g^-1	0.2	0.3

表2常规提升管催化裂化与常规焦化装置的操作条件、产品分布及部分产品性质(对比例)

表3劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质(实施例1)

表4劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质(实施例2)

表5劣质重油改质装置的操作条件、产品分布及部分产品性质(实施例3)

上述具体实施方式和实施例并不限制本发明要求保护的范围。

Claims

1.一种劣质重油改质的方法，其特征在于包括下述步骤：

(a)来自再生器(6)的再生催化剂进入催化裂化提升管反应器(4)与催化裂化进料(C)进行催化裂化反应，反应结束后，反应物流经沉降分离，分离出催化裂化反应生成油气(A)和待生催化剂；

(b)分离出的待生催化剂经第一沉降器汽提段(3)水蒸汽汽提后全部进入催化剂混合器(9)与来自再生器(6)的高温再生催化剂在水蒸汽作用下混合后作为热载体；

(c)混合后的热载体进入劣质重油改质反应器与劣质重油进料(D)进行改质反应，改质反应结束后，改质反应物流经沉降分离，分离出的劣质重油改质反应生成油气(B)进入劣质重油改质分馏塔进行分馏，分离出的待生催化剂经第二沉降器汽提段(13)水蒸汽汽提后进入再生器(6)内进行烧焦再生，循环使用。

2.根据权利要求1所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化剂混合器(9)内，来自第一沉降器汽提段(3)的待生催化剂与来自再生器(6)的再生催化剂混合比例为10∶1～1∶2，混合催化剂的温度为515～635℃。

3.根据权利要求2所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化剂混合器(9)内，来自第一沉降器汽提段(3)的待生催化剂与来自再生器(6)的再生催化剂混合比例为8∶1～1∶1，混合催化剂的温度为520～600℃。

4.根据权利要求3所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化剂混合器(9)内，来自第一沉降器汽提段(3)的待生催化剂与来自再生器(6)的再生催化剂混合比例为5∶1～1.5∶1，混合催化剂的温度为530～580℃。

5.根据权利要求1所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的劣质重油改质反应器的反应温度为450～550℃，反应时间为1～25s，剂油比为5～20，反应绝对压力为0.15～0.40MPa；劣质重油改质反应器进料段(10)油气线速为5～8m/s，反应段(12)油气线速为3～5m/s，顶部(16)出口油气线速为8～15m/s。

6.根据权利要求5所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的劣质重油改质反应器的反应温度为460～530℃，反应时间为3～20s。

7.根据权利要求6所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的劣质重油改质反应器的反应温度为480～520℃，反应时间为5～15s。

8.根据权利要求1～7所述的任一种劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化裂化进料(C)与劣质重油进料(D)比值为10∶1～1∶2，劣质重油进料(D)重金属(Ni+V)含量为0～50μg·g^-1，劣质重油进料(D)包括减压渣油、回炼油和油浆。

9.根据权利要求8所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化裂化进料(C)与劣质重油进料(D)比值为7∶1～1∶1.2，劣质重油进料(D)重金属(Ni+V)含量为0～40μg·g^-1。

10.根据权利要求9所述的劣质重油改质方法，其特征在于：所述的催化裂化进料(C)与劣质重油进料(D)比值为4∶1～1∶1，劣质重油进料(D)重金属(Ni+V)含量为0～30μg·g^-1。

11.一种用于权利要求1所述的劣质重油改质方法的劣质重油改质装置，其特征在于该装置包括催化裂化提升管反应器(4)、第一沉降器(1)、第一沉降器汽提段(3)、待生催化剂输送管(5)、催化剂混合器(9)、劣质重油改质反应器(包括进料段10、反应段12、缩径段15和顶部16)、第二沉降器(14)、第二沉降器汽提段(13)和再生器(6)；催化裂化提升管反应器(4)的顶部出口与第一沉降器(1)相连通，第一沉降器(1)的下方为第一沉降器汽提段(3)，第一沉降器汽提段(3)的下方为待生催化剂输送管(5)，待生催化剂输送管(5)与催化剂混合器(9)相连通，催化剂混合器(9)与劣质重油改质反应器相连通，劣质重油改质反应器与第二沉降器(14)相连通，第二沉降器(14)的下方设有第二沉降器汽提段(13)；再生器(6)与催化剂混合器(9)相连通，再生器(6)与催化剂混合器(9)之间设有流量控制阀(8)。

12.根据权利要求11所述的劣质重油改质装置，其特征在于：所述的待生催化剂输送管(5)、催化剂混合器(9)与再生器(6)相连的管道采用横截面为圆形的金属管，内衬隔热耐磨衬里，内径为Φ300～2000mm。

13.根据权利要求11所述的劣质重油改质装置，其特征在于：所述的催化剂混合器(9)包括一个圆柱形筒体，位于圆柱形筒体的顶部的圆锥段和位于圆柱形筒体底部的半球形封头；圆柱形筒体为金属构件，内衬隔热耐磨衬里；其内径为Φ600～6000mm，长度为2500～8000mm；催化剂混合器(9)通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段与劣质重油改质反应器进料段(10)相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°。

14.根据权利要求11所述的劣质重油改质装置，其特征在于：所述的待生催化剂输送管(5)、劣质重油改质反应器进料段(10)与催化剂混合器(9)圆柱形筒体相连的两个接口的位置，只要保证进入到催化剂混合器(9)内的来自催化裂化提升管反应器(4)的待生催化剂与来自再生器(6)的再生催化剂在水蒸汽的搅拌和提升作用下沿催化剂混合器(9)上行一段距离、实现良好混合后再进入劣质重油改质反应器进料段(10)即可。

15.根据权利要求11～14所述的任一种劣质重油改质装置，其特征在于：所述的劣质重油改质反应器包括进料段(10)、反应段(12)、缩径段(15)及顶部(16)，均为金属构件，内衬隔热耐磨衬里；进料段(10)内径为Φ100～3000mm，长度为2000～8000mm，通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段实现扩径与反应段(12)的底部相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°；反应段(12)内径为Φ400～6000mm，长度为12000～60000mm，通过设于其圆柱形筒体顶部的圆锥段实现缩径与缩径段(15)的底部相连通，圆锥段的锥角角度α为45°～90°；缩径段(15)内径为Φ200～4000mm，长度为2000～8000mm，顶部(16)的内径与缩径段(15)相同；劣质重油改质反应器顶部(16)出口与第二沉降器(14)相连通。