CN102391889B - 一种催化转化方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种石油烃类原料催化转化方法，属于石油化工技术领域。催化转化反应在设置有两个提升管反应器的反应部分和再生部分的反-再装置中进行，反应部分由用于原料油反应的主提升管反应器、用于回炼油反应的次提升管反应器、催化剂汽提区及沉降器组成；次提升管反应器单独设置沉降器或者与主提升管反应器共用沉降器；主提升管反应器包括自下而上的预提升段、原料油反应区、催化剂分流区、催化剂补充分配区和油气再反应区。本发明主反应器的紧凑设计，原料油的反应、分流、再反应可以在一个反应器中实现；C₄-C₈组分可参与主反应器或次提升管反应器催化转化，主、次反应器的油气也可合并处理或单独处理，增加了装置处理的灵活性。

Description

一种催化转化方法

技术领域

本发明涉及石油化工技术领域，特别是涉及一种石油烃类原料催化转化方法及装置。

背景技术

催化转化装置是最主要的汽油生产装置，世界绝大部分车用汽油来自催化转化装置，常规催化转化采用提升管反应器。

现有提升管反应器的最大弊端是提升管过长，提升管出口处的催化剂活性只有初始活性的1/3左右，因此，在提升管反应器的后半段，催化剂活性及选择性已急剧下降，催化作用变差，热裂化反应及其他不利二次反应增加，不但限制了单程转化率的提高，同时导致催化汽油烯烃含量高达45%以上，远不能满足汽油的新标准要求。随着催化剂活性的降低，催化反应的选择性必然下降，副反应自然增加。

要提高催化过程的单程转化率，核心问题是提高现有提升管反应器后半段的催化剂活性，石油大学在CN99213769.1提出了用于催化裂化的两段串联式提升管反应器，该反应器由两结构相同提升管头尾相接串联而成，该技术通过采用两段接力式的反应装置，强化了常规提升管催化裂化反应过程，从而提高了催化剂的有效活性和选择性；但该技术限于原理，缺乏可操作的实施办法；工程实施时相当于建设两套上下重叠的催化裂化装置，投资费用高，实施可能性很小。

CN00122845.5公开了一种烃油的两段催化裂化方法，使烃油首先在第一反应器中与裂化催化剂接触并反应，所生成的油气送入第二反应器中与含有五元环高硅沸石的催化剂接触并反应，所生成的油气送入分馏塔进行分离。该方法两反应器中的催化剂是组成和性质不同的催化剂，虽然使第一反应器的反应油气与第二反应器中的新鲜催化剂接触，提高了第二反应器中的产品选择性，但该方法采用了两种催化剂，两套反应-再生系统，投资费用较高。

CN00134054.9公开了一种两段提升管催化裂化新技术，将提升管分为上下两段，第一区催化剂来自再生器，第一区反应结束，催化剂、油气通过设置在第一区末端的中间分流器分离，仅油气继续进入第二反应段反应；第二反应段的催化剂为来自再生器的经过外取热器取热的再生催化剂。该技术是在反应第二段（即后半段）用高活性的经取热的低温再生催化剂与油气继续接触反应，提高了第二段的催化剂活性，提高了单程转化率。但该技术中第一区分离出来的催化剂在进入再生器前必须经过汽提，同时再生催化剂必须由输送介质输送才能进入第二段，汽提蒸汽、输送介质将全部进入第二段，势必影响到第二段的反应；若限制汽提蒸汽量，则会影响到汽提效果，进而影响再生过程；此外，从外取热器底部到第二反应段入口高度差几十米，输送介质量很大，需要消耗大量能耗；且该技术需要两个沉降器，两个汽提段，投资大幅增加。

发明内容

本发明的目的在于提供一种既能改善产品分布和产品质量又降低工程投资和方便工程实施的催化转化方法，本发明同时提供了实现该方法的装置。

本发明采用的技术方案如下：

一种催化转化方法，催化转化反应在设置有两个提升管反应器的反应部分和再生部分的反-再装置中进行，其特征在于：

⑴反应部分由用于原料油反应的主提升管反应器、用于回炼油反应的次提升管反应器、催化剂汽提区及沉降器组成；次提升管反应器单独设置沉降器或者与主提升管反应器共用沉降器；主提升管反应器包括自下而上的预提升段、原料油反应区、催化剂分流区、催化剂补充分配区和油气再反应区，原料油反应区和油气再反应区均为管式反应器，气体流速为4-30m/s；催化剂汽提区设置于催化剂分流区下方；催化剂分流区设置在原料油反应区出口外，分流区内设置有催化剂分流器，该分流器入口直接与原料油反应区出口连接，催化剂分流区壳体下端直接与催化剂汽提区壳体连接，内部空间直接连通，分流出的催化剂直接靠重力流入催化剂汽提区；催化剂分流区和催化剂补充分配区壳体连接，在催化剂分流区和催化剂补充分配区间设置隔板，隔板上设有上升物流通道，催化剂分流区的物流经该通道向上进入油气再反应区；上升物流通道出口和油气再反应区入口间留有开口，催化剂补充分配区的催化剂和流化介质通过该开口向上进入油气再反应区，和来自原料油反应区的物流混合；催化剂补充分配区设置独立的催化剂流化介质； 

⑵再生部分的再生器中部设置有密相流化床区；

⑶来自再生器中部密相流化床区的再生催化剂按以下方式分别进入主提升管反应器预提升段和催化剂补充分配区：

进入预提升段：再生催化剂直接靠重力向下进入主提升管原料油反应区喷嘴下方的预提升段，或者再生催化剂先在重力作用下进入催化剂温度控制器调节降温后再靠重力向下进入预提升段，或者再生催化剂和经过催化剂温度控制器调节降温后的再生催化剂分两路同时靠重力向下进入预提升段；

进入催化剂补充分配区：再生催化剂直接靠重力向下进入催化剂补充分配区，或者再生催化剂先在重力作用下进入催化剂温度控制器进行调节降温，降温后的催化剂不需介质输送直接在重力作用下经立管向下进入催化剂补充分配区；催化剂补充量由滑阀控制。

在上述的催化转化方法中，进一步地，主反应器原料油反应区反应条件为：反应温度510-550℃、反应时间0.3-0.8s、油气平均流速5.0-26m/s。

在上述的催化转化方法中，进一步地，进入主反应器预提升段的再生催化剂的温度或混合温度为620-750℃。

在上述的催化转化方法中，进一步地，进入催化剂补充分配区的再生催化剂经再生催化剂温度控制器调节降温至480-650℃。

在上述的催化转化方法中，进一步地，对以汽柴油收率为目的的油品型催化转化，油气再反应区反应温度480-515℃，反应时间0.6-1.2s；对以低碳烯烃收率为目的的化工型催化转化，油气再反应区反应温度530-630℃，反应时间1.0-3.0s。

在上述的催化转化方法中，进一步地，主提升管反应器油气再反应区与原料油反应区共用催化剂汽提区，或者在沉降器下方单独设置第二催化剂汽提区，用于汽提油气再反应区的待生催化剂，第二催化剂汽提区与沉降器连通；汽提后的催化剂经立管进入再生器再生。

在上述的催化转化方法中，进一步地，部分油气再反应区反应后的待生催化剂靠重力返回油气再反应区内，在油气再反应区循环，增加油气再反应区的反应剂油比或降低反应空速。

在上述的催化转化方法中，进一步地，所述主提升管反应器原料油反应区待生催化剂的5-50%进入油气再反应区；所述原料油反应区的待生催化剂进入油气再反应区的量根据油气再反应区催化剂的含碳量控制。

在上述的催化转化方法中，进一步地，次提升管反应器回炼油进料喷嘴下部或主提升管反应器原料油反应区下部用于C₄-C₈组分反应。

在上述的催化转化方法中，进一步地，再生催化剂在进入次提升管反应器前先进入催化剂温度控制器调节降温；或者在次提升管反应器进料喷嘴下方设置预冷器，使再生催化剂在次提升管反应器进料喷嘴下方冷却降温。

本发明所述催化转化反应流程如下：

催化剂流程：

在主提升管反应器中，所述进入预提升段的催化剂与预热的反应原料油接触混合并沿主提升管反应器向上进入原料油反应区，进行催化转化反应；催化剂和反应油气在原料油反应区出口进入催化剂分流区内的催化剂分流器，采用气固向外旋流方式使部分催化剂切向旋流并靠重力向下流入催化剂汽提区，保持反应油气中留存有催化剂；未被分流的催化剂和反应油气经与催化剂补充分配区间隔板上设置的上升物流通道继续向上流动进入油气再反应区；所述的进入催化剂补充分配区的催化剂先在流化介质的作用下分配在该通道周边，经设在该通道与油气再反应区入口间的开口自周边均匀进入油气再反应区，与来自原料油反应区的物流混合并催化再反应；主提升管油气再反应区内的催化剂在沉降器内实现气固分离后，经回流管进入催化剂汽提区或直接向下进入第二催化剂汽提区经蒸汽汽提后，自催化剂待生立管进入再生器回复活性；

在次提升管反应器中，来自再生器中部密相流化床区的再生催化剂直接靠重力向下或经降温后进入次提升管反应器进料喷嘴下方的预提升段或在预提升段内冷却降温后在预提升介质的提升下沿次提升管反应器向上流动，与自进料喷嘴进入的回炼油接触并进行催化转化反应，待生催化剂在提升管出口从油气中分离出来，向下进入催化剂汽提区或第二催化剂汽提区，经蒸汽汽提后，返回再生器回复活性；

反应原料流程：

在主提升管反应器中，经换热流程预热的反应原料油自喷嘴雾化后进入主提升管反应器，与所述进入预提升段并沿主提升管反应器向上流动的催化剂接触混合后进入原料油反应区，进行催化转化反应；催化剂和反应油气在原料油反应区出口进入催化剂分流区内分流出部分催化剂，反应油气和未被分流的催化剂继续向上流动进入油气再反应区，与所述流经催化剂补充分配区的催化剂混合后进行油气的催化再反应；反应结束，反应油气在沉降器内实现气固分离后，经油气管线进入分馏塔系统；

在次提升管反应器中，回炼油自喷嘴雾化后进入次提升管反应器，与在预提升介质提升下的再生催化剂或降温的再生催化剂接触混合，进行催化转化反应，反应结束后在次提升管出口从油气中分离出待生催化剂，油气或者与主提升管反应器的反应油气混合，或者经单独的油气管线引出。

在上述催化转化反应过程中，C₄-C₈组分等其他烃类组分也可以进入主反应器原料油反应区下部或次提升管反应器回炼油进料喷嘴下部参与催化转化；相应地，可以在两反应器适当位置设置一排到多排进料喷嘴，具体可根据原料性质、工艺要求进行调整，以适应原料变化及目标产品需要。

本发明同时提供了一种催化转化装置，包括主提升管反应器、次提升管反应器、沉降器和再生器，其特征在于：

⑴所述主提升管反应器包括自下而上的预提升段、原料油反应区、催化剂分流区、催化剂补充分配区和油气再反应区，原料油反应区和油气再反应区均为管式反应器；在催化剂分流区下方设置有催化剂汽提区，所述催化剂汽提区与原料油反应区并列设置或者同轴设置；

⑵所述次提升管反应器设置有回炼油进料喷嘴；次提升管反应器与主提升管反应器共用沉降器和油气出口管线，用于引出两反应器的混合油气；

⑶所述再生器包括同轴设置的下部的第一再生区、中部的密相流化床区和上部的稀相催化剂沉降分离区，第一再生区和密相流化床区间设置有带孔隔板；

⑷所述主提升管反应器的催化剂分流区设置在原料油反应区出口外，在分流区内设置催化剂分流器，该分流器入口直接与原料油反应区出口连接，分流器设置有至少三个外向旋流通道，供原料油反应器内的物流流出；分流区壳体下端直接与催化剂汽提区壳体连接，内部空间直接连通，分流出的催化剂可自由进入催化剂汽提区进行汽提；分流区壳体上端与催化剂补充分配区连接，在分流区和催化剂补充分配区间设置隔板，隔板上设有上升物流通道；在所述上升物流通道出口和油气再反应区入口间留有开口；该上升物流通道流通面积按物流气体流速8-30m/s设计；

⑸所述主提升管反应器的催化剂补充分配区壳体上端与油气再反应区壳体连接，在壳体上设置有补充催化剂入口，在催化剂补充分配区内、补充催化剂入口下方设置有催化剂流化分布器； 

⑹设置再生催化剂温度控制器，该催化剂温度控制器与再生器密相流化床区间设置有再生催化剂进入管，与上述催化剂补充分配区间设置有降温再生催化剂管线，在所述管线上设置滑阀，控制催化剂补充量；催化剂温度通过进入该温度控制器的流化气体量调节；

⑺在沉降器、催化剂汽提区之间设置催化剂回流管，回流管上设置滑阀；或者在沉降器下方另外设置第二催化剂汽提区，用于汽提油气再反应区的待生催化剂，第二催化剂汽提区与沉降器连通，所述第二催化剂汽提区与油气再反应区并列设置或同轴设置。

在上述的催化转化装置中，进一步地，设置连通沉降器与催化剂补充分配区的催化剂循环管或连通第二催化剂汽提区与催化剂补充分配区的催化剂循环管，使部分油气再反应区反应后的待生催化剂靠重力返回油气再反应区内，在所述催化剂循环管上设置滑阀。

在上述的催化转化装置中，进一步地，在次提升管反应器回炼油进料喷嘴下方或主提升管原料油喷嘴下方还设置有C₄-C₈组分进料喷嘴。

在上述的催化转化装置中，进一步地，在次提升管反应器进料喷嘴下方设置预冷器，使再生催化剂在次提升管反应器进料喷嘴下方冷却降温。

本发明中，催化剂温控器的设计可以实现对进入反应器的催化剂温度的灵活调节，催化剂温控器的内部结构设计优先选用ZL200920223355.1中所述的催化剂降温设备；此外，在催化剂汽提区、分布板、催化剂补充分配区及催化剂温控器等相应区域均根据工程需要设置相应的气体分布器。

采用本发明的技术方案，至少具有以下有益效果：

⑴由于向油气再反应区补充的是高活性的低温、再生催化剂，总体上强化了整个主反应器中的催化活性及反应选择性，有效抑制了热反应，可使反应总液收增加1.0%以上；

⑵原料油反应区的待生催化剂在进入油气再反应区之前先进行分流，从而控制进入油气再反应区的待生催化剂与补充进入油气再反应区的再生催化剂的比例，整体上实现对油气再反应区催化剂流量及催化剂活性的控制，实现改善产品分布和产品质量的目标；

⑶主反应器原料油反应区、催化剂分流区、催化剂补充分配区及油气再反应区的紧凑设计，使得原料油的反应、分流、再反应可以在一个反应器中实现，与现有技术相比，既降低了工程投资，也方便工程实施；

⑷由于C₄-C₈组分等其他烃类组分可进入主反应器原料油反应区或次提升管反应器参与催化转化，主、次反应器的油气也可根据实践需要进行合并处理或单独处理，增加了装置处理的灵活性。

附图说明                                                              

图1-6为本发明的催化裂化方法装置结构示意图。

图中编号说明：1、33预提升段；2、25、26进料喷嘴；3原料油反应区；4分流器；5催化剂分流区；6上升物流通道；7催化剂补充分配区；8油气再反应区；9沉降器、10、30、31油气出口；11催化剂回流管；12催化剂汽提区；13、29待生立管；14再生器；15第一再生区；16密相流化床区；17催化剂沉降分离区；18带孔隔板；19催化剂温控器；20再生催化剂进入管；21低温再生催化剂管线；22、23、37再生立管；24次提升管反应器；27烟气出口；28第二催化剂汽提区；32催化剂循环管；34预冷器；35冷却介质进口；36冷却介质出口；37油气再反应区入口；38开口；39隔板。

具体实施方式

以下结合附图详细说明本发明的技术方案，但本发明的保护范围包括但是不限于此：

实施方式一：

某炼油厂催化裂化装置设计如图1所示：

设置主提升管反应器、次提升管反应器24、催化剂汽提区12及沉降器9，在沉降器9和汽提区12间设有催化剂回流管11； 

主提升管反应器包括自下而上的预提升段1、原料油反应区3、催化剂分流区5、催化剂补充分配区7和油气再反应区8；催化剂汽提区12设置于催化剂分流区5下方、与原料油反应区3同轴，催化剂分流区5设置在原料油反应区3出口外，分流区5内设置有催化剂分流器4，分流器4入口直接与原料油反应区3出口连接，催化剂分流区5壳体下端直接与催化剂汽提区12壳体连接，内部空间直接连通，分流出的催化剂直接靠重力流入催化剂汽提区12；催化剂分流区5和催化剂补充分配区7壳体连接，在催化剂分流区5和催化剂补充分配区7间设置隔板39，隔板39上设有上升物流通道6，通道6设置在催化剂补充区7中心区域，催化剂分流区5的物流经该通道6向上进入油气再反应区8；上升物流通道6出口和油气再反应区入口37间留有开口38；催化剂补充分配区7设置独立的催化剂流化介质；

次提升管反应器24与主提升管反应器共用沉降器9，次反应器24设置有回炼油进料喷嘴26；

再生器14中部设置有密相流化床区16，下部设置有第一再生区15，上部设有催化剂沉降分离区17，第一再生区15和密相流化床区16间设置有隔板18；催化剂温度控制器19与再生器密相流化床区16间设置有再生催化剂进入管20，与催化剂补充分配区7间设置有低温再生催化剂管线21，在管线21上设置有滑阀；主反应器设置有重质原料油进料喷嘴2。

主提升管反应器中，来自再生器密相流化床区16的690℃左右的再生催化剂沿再生立管22流入预提升段1中，与预热至220℃经喷嘴2雾化后的重油混合进入提升管反应器原料油反应区3内，沿原料油反应区3向上流动并不断反应，反应时间0.8s，反应温度520℃；反应混合物向上经分流器4分离出的催化剂进入汽提区12中汽提后沿待生立管13进入再生器14中进行再生，油气及未分离的催化剂经上升物流通道6向上进入油气再反应区8内；同时，自催化剂温控器19引出的低温再生催化剂沿低温再生催化剂管线21进入催化剂分配区7内，经开口38向上进入油气再反应区8，与进入油气再反应区8的上述原料油反应区3的反应油气及待生催化剂接触混合并继续反应，反应温度510℃，反应时间0.6s。反应结束后，油气进入沉降器9内，分离出催化剂的油气经出口10引出，待生催化剂则经催化剂回流管11流入汽提区12内，汽提出催化剂中夹带的油气，经待生立管13返回再生器14再生，再生烟气由烟气出口27排出装置。

本实施方式中，进入主提升管预提升段的再生催化剂直接靠重力向下进入喷嘴2下方的预提升段1，进入催化剂补充分配区的再生催化剂是先在重力作用下进入催化剂温度控制器19进行调节降温，降温后的催化剂不需介质输送直接在重力作用下经立管21向下进入催化剂补充分配区7内。

实施方式二：

如图2所示，在沉降器9下方单独设置第二催化剂汽提区28，用于汽提油气再反应区8的待生催化剂，第二催化剂汽提区28与沉降器9连通、与油气再反应区8同轴。其余部分装置结构同例1。

本实施方式中，进入主提升管预提升段的再生催化剂直接靠重力向下进入喷嘴2下方的预提升段1，进入催化剂补充分配区的再生催化剂是先在重力作用下进入催化剂温度控制器19调节降温后的催化剂；主提升管反应结束后，油气进入沉降器9内，分离出的待生催化剂直接流入第二催化剂汽提区28内，汽提出催化剂中夹带的油气，经待生立管29返回再生器14再生。

实施方式三：

如图3所示，原料油反应区3与汽提区12并列设置；在沉降器9下方单独设置第二催化剂汽提区28，用于汽提油气再反应区8的待生催化剂，第二催化剂汽提区28与沉降器9连通、与油气再反应区8同轴；在次提升管反应器24进料喷嘴26下方设置预冷器34，预冷器34设有冷却介质进口35和冷却介质出口36；其余部分装置结构同例1。

本实施方式中，再生催化剂进入次提升管反应器24内先经预冷器34冷却降温后再沿反应器24向上流动参与反应。

实施方式四：

如图4所示，在沉降器9下方单独设置第二催化剂汽提区28，用于汽提油气再反应区8的待生催化剂，第二催化剂汽提区28与沉降器9连通、与油气再反应区8并列设置；设置连通沉降器9与催化剂补充分配区7的催化剂循环管32，催化剂循环管32上设置滑阀；再生立管37一端与次提升管反应器24底部连通，另一端与催化剂温度控制器19直接连通，其余部分装置结构同例1。

本实施方式中，部分油气再反应区反应后的待生催化剂在沉降器9中气固分离后靠重力沿催化剂循环管32进入催化剂补充分配区7，经开口38向上返回油气再反应区8，增加油气再反应区的反应剂油比；经催化剂温度控制器19调节降温后的再生催化剂一部分经低温再生催化剂管线21进入主提升管催化剂补充分配区7内参与主提升管反应器的反应，一部分经再生立管37进入次提升管反应器参与反应。

实施方式五：

如图5所示，原料油反应区3与汽提区12并列设置；在沉降器9下方单独设置第二催化剂汽提区28，用于汽提油气再反应区8的待生催化剂，第二催化剂汽提区28与沉降器9连通、与油气再反应区8并列设置；设置连通沉降器9与催化剂补充分配区7的催化剂循环管32，催化剂循环管32上设置滑阀；在次提升管反应器24回炼油进料喷嘴26下方还设置有C4-C8组分进料喷嘴25；其余部分装置结构同例1。

本实施方式中，次提升管反应器中，C4-C8组分在反应器下部与再生催化剂接触反应，反应混合物流沿反应器向上与回炼油接触并继续反应。

实施方式六：

    如图6所示，在沉降器9内分别设置有主提升管和次提升管反应器气固分离单元、主提升管油气出口30和次提升管油气出口31；在沉降器9下方单独设置第二催化剂汽提区28，第二催化剂汽提区28与沉降器9连通、与油气再反应区8并列设置；在次提升管反应器24回炼油进料喷嘴26下方还设置有C₄-C₈组分进料喷嘴25；其余部分装置结构同例1。

本实施方式中，次提升管反应器中，C4-C8组分在反应器下部与再生催化剂接触反应，反应混合物流沿反应器向上与回炼油接触并继续反应，反应结束后在沉降器9中进行气固分离，油气由出口31引出装置；主提升管反应器反应油气则由出口30引出装置；两反应器的反应油气单独处理。

最后所应说明的是：以上说明仅用以说明本发明而非限制，尽管参照较佳实施方式对本发明进行了详细说明，本领域的普通技术人员应当理解，可以对本发明进行修改或者等同替换，而不脱离本发明的精神和范围，其均应涵盖在本发明的权利要求范围当中。

Claims (9)

1.一种催化转化方法，催化转化反应在设置有两个提升管反应器的反应部分和再生部分的反-再装置中进行，其特征在于：

⑴反应部分由用于原料油反应的主提升管反应器、用于回炼油反应的次提升管反应器、催化剂汽提区及沉降器组成；次提升管反应器单独设置沉降器或者与主提升管反应器共用沉降器；主提升管反应器包括自下而上的预提升段、原料油反应区、催化剂分流区、催化剂补充分配区和油气再反应区，原料油反应区和油气再反应区均为管式反应器，气体流速为4-30m/s；催化剂汽提区设置于催化剂分流区下方；催化剂分流区设置在原料油反应区出口外，分流区内设置有催化剂分流器，该分流器入口直接与原料油反应区出口连接，催化剂分流区壳体下端直接与催化剂汽提区壳体连接，内部空间直接连通，分流出的催化剂直接靠重力流入催化剂汽提区；催化剂分流区和催化剂补充分配区壳体连接，在催化剂分流区和催化剂补充分配区间设置隔板，隔板上设有上升物流通道，催化剂分流区的物流经该通道向上进入油气再反应区；上升物流通道出口和油气再反应区入口间留有开口，催化剂补充分配区的催化剂和流化介质通过该开口向上进入油气再反应区，和来自原料油反应区的物流混合；催化剂补充分配区设置独立的催化剂流化介质；主提升管反应器油气再反应区与原料油反应区共用催化剂汽提区，或者在沉降器下方单独设置第二催化剂汽提区，用于汽提油气再反应区的待生催化剂，第二催化剂汽提区与沉降器连通；汽提后的催化剂经立管进入再生器再生； 

⑵再生部分的再生器中部设置有密相流化床区；

⑶来自再生器中部密相流化床区的再生催化剂按以下方式分别进入主提升管反应器预提升段和催化剂补充分配区：

进入预提升段：再生催化剂直接靠重力向下进入主提升管原料油反应区喷嘴下方的预提升段，或者再生催化剂先在重力作用下进入催化剂温度控制器调节降温后再靠重力向下进入预提升段，或者再生催化剂和经过催化剂温度控制器调节降温后的再生催化剂分两路同时靠重力向下进入预提升段；

进入催化剂补充分配区：再生催化剂直接靠重力向下进入催化剂补充分配区，或者再生催化剂先在重力作用下进入催化剂温度控制器进行调节降温，降温后的催化剂不需介质输送直接在重力作用下经立管向下进入催化剂补充分配区；催化剂补充量由滑阀控制。

2.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：主反应器原料油反应区反应条件为：反应温度510-550℃、反应时间0.3-0.8s、油气平均流速5.0-26m/s。

3.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：进入主反应器预提升段的再生催化剂的温度或混合温度为620-750℃。

4.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：进入催化剂补充分配区的再生催化剂经再生催化剂温度控制器调节降温至480-650℃。

5.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：对以汽柴油收率为目的的油品型催化转化，油气再反应区反应温度480-515℃，反应时间0.6-1.2s；对以低碳烯烃收率为目的的化工型催化转化，油气再反应区反应温度530-630℃，反应时间1.0-3.0s。

6.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：部分油气再反应区反应后的待生催化剂靠重力返回油气再反应区内，在油气再反应区循环，增加油气再反应区的反应剂油比或降低反应空速。

7.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：所述主提升管反应器原料油反应区待生催化剂的5-50%进入油气再反应区；所述原料油反应区的待生催化剂进入油气再反应区的量根据油气再反应区催化剂的含碳量控制。

8.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：次提升管反应器回炼油进料喷嘴下部或主提升管反应器原料油反应区下部用于C₄-C₈组分反应。

9.根据权利要求1所述的催化转化方法，其特征在于：再生催化剂在进入次提升管反应器前先进入催化剂温度控制器调节降温；或者在次提升管反应器进料喷嘴下方设置预冷器，使再生催化剂在次提升管反应器进料喷嘴下方冷却降温。 

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