CN112538383B - 一种适用于烃油的催化转化的反应器和系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种适用于烃油的催化转化的反应器和系统，所述反应器从下到上依次包括任选的预提升段、全浓相反应区、过渡段和出口区，所述全浓相反应区为包括一个或多个等直径段的空心柱体的型式，所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个催化剂入口，所述全浓相反应区的侧壁设有一个或多个补充催化剂入口，并且所述全浓相反应区的底部设有催化剂分布板。本发明的反应器和系统用于催化转化反应时，原料与催化剂的接触效率高，从而能够有效降低干气和焦炭产率，改善催化反应选择性，并且提高乙烯和丙烯等高附加值产物的产率。

Description

一种适用于烃油的催化转化的反应器和系统

技术领域

本申请涉及催化转化的技术领域，具体涉及一种适用于烃油的催化转化反应器和系统。

背景技术

以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是化学工业的最基本原料，国内外多以天然气或轻质石油馏分为原料，采用乙烯联合装置中蒸汽裂解工艺生产低碳烯烃。苯、甲苯、二甲苯（BTX）是重要的基础化工原料，其中对二甲苯（PX）占BTX消费总量的45%左右。随着我国聚酯等工业的发展，预计BTX的需求将继续高速增长。约90%的乙烯、约70%的丙烯、90%的丁二烯、30%的芳烃均来自蒸汽裂解副产。虽然蒸汽裂解技术经过几十年的发展，技术不断完善，但仍具有能耗高、生产成本高、CO₂排放量大和产品结构不易调节等技术局限，石油化工如果采用传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，将面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素，另外，随着蒸汽裂解原料的轻质化，丙烯和轻芳烃产率下降更是加剧的供需矛盾。催化裂解技术可以作为生产低碳烯烃和轻芳烃的生产工艺的有益补充，对炼油和化工一体化的企业来说，采用催化技术路线生产化工原料具有明显的社会与经济效益。

中国专利申请公开CN1234426A公开了一种从重质油同时制取低碳烯烃和高芳烃汽油的方法，包括使重质石油烃和水蒸汽在由提升管和密相流化床组成的复合反应器中进行催化裂解反应，达到提高低碳烯烃特别是丙烯的产率，同时使汽油中的芳烃含量增加到80重%左右。

中国专利申请公开CN1393510A公开了一种重质石油烃催化转化增产乙烯和丙烯的方法，包括使烃油原料在提升管或流化床反应器中与含有五元环高硅沸石的催化剂接触、反应，该方法不仅可以提高乙烯和丙烯产率，还可以在一定程度上缓解催化剂的水热失活。

中国专利申请公开CN1721510A公开了一种采用双反应区催化裂解生产低碳烯烃和芳烃的方法，其在两个反应区采用不同的重时空速达到从重质原料油最大限度地生产丙烯、乙烯等低碳烯烃，其中丙烯的产率超过20重%，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃的目的。

美国专利申请公开US2002003103A和US2002189973A公开了采用双提升管来增产丙烯的FCC装置，其中裂化反应生成的汽油（60-300℉/15-150℃）进料到第二根提升管进一步反应，催化剂是USY分子筛和ZSM-5分子筛催化剂的混合物。

美国专利申请公开US2002195373A和国际专利申请公开WO2017223310A公开的方法是采用下行式反应器，在高温（1020-1200℉/550-650℃）、短接触时间（<0.5秒）和大剂油比（15-25）条件下操作。主催化剂（Y型八面沸石）具有低氢转移活性，其配方结合操作条件来制定，以使轻烯烃产率最大化。高效分离器在0.1秒之内将产物和催化剂分离，使得二次反应和焦炭的形成最小化。另外，使用LCO来骤冷分离出来的气体产物至约930℉/500℃，并防止进一步裂化。

美国专利US6538169A和美国专利申请公开US2003121825A公开的方法也是采用两个反应区和一个共用的再生器构成的反应－再生系统。在第一反应区，使用高温和高剂油比将重质原料裂化为轻烯烃或能转化为轻烯烃的中间产物。第二反应区由第二根提升管构成，在那儿操作条件更苛刻，从汽油产品中生产更多的轻组分。使用择形分子筛如ZSM-5辅助汽油向轻烯烃的转化，适用的原料包括VGO、HVGO和加氢的瓦斯油。

中国专利申请公开CN1403540A公开了一种制取乙烯和丙烯的催化转化方法，其中采用提升管和密相流化床串联反应器，将轻质原料注入提升管，在较高苛刻度下反应，反应产物与积炭催化剂进入流化床，在相对缓和条件下继续反应，该方法具有较高的乙烯+丙烯+丁烯收率。

中国专利申请公开CN102051213A公开了一种催化裂解方法，包括将重质原料在包括至少两个反应区的第一提升管反应器中与催化剂接触进行裂化反应，将轻质原料和裂解重油在第二提升管反应器和流化床反应器中与催化剂接触进行裂化反应的步骤。该方法用于重油催化裂解，重油转化率和丙烯产率较高，干气和焦炭产率低。

我国炼油化工行业结构性矛盾日益严重，一方面传统石化产品产能过剩，成品油供需矛盾突出，另一方面资源类产品和高端石油化工产品短缺突出，炼油向化工转型已是大势所趋。作为炼油与化工桥梁的催化裂解装置面临前所未有压力与挑战。当前，催化裂解装置掺炼常压渣油比例越来越大，甚至提出掺炼减压渣油的要求，现有催化裂解技术通常以减压蜡油或石蜡基常压渣油为原料最先进的催化裂解技术是采用双提升管或者提升管串联密相床层的设备，在较高苛刻度的反应条件下，达到多产低碳烯烃和／或轻度烃的目标，这类设备在加工掺渣重油时，不可避免地出现干气和焦炭产率高、目标产物的产率和选择性差的问题。采用下行式设备时可以达到焦炭产率的降低，但因停留时间短，油剂接触效率受限、反应转化率相对较低，导致目标产物产率相对较低。随着原料的重质化，催化裂解装置掺炼渣油的要求越来越多，为了高效利用劣质重油资源，满足日益增长的化工原料如低碳烯烃和重芳烃的需求，有必要开发一种将劣质重油原料转化为高附加值产品的催化裂解设备。

发明内容

本发明的目的是提供一种催化转化反应器和系统，该反应器可以使反应原料，如烃油、特别是劣质重油与催化剂的接触效率大幅提高，从而能够有效地降低干气和焦炭产率，改善催化反应选择性，并且提高乙烯、丙烯和轻芳烃等高附加值产物的产率。

为了实现上述目的，一方面，本发明提供了一种催化转化反应器，该反应器从下到上依次包括任选的预提升段、全浓相反应区、过渡段和出口区，所述全浓相反应区为横截面呈大致圆形的、底端和顶端开口的、包括一个或多个等直径段的空心柱体的型式，所述任选的预提升段与所述全浓相反应区的底端相连通，所述全浓相反应区的顶端经由所述过渡段与所述出口区相连通，所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个催化剂入口，并且所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个原料进料口，

其中，所述全浓相反应区的底端和顶端的横截面直径均大于所述任选的预提升段的直径和所述出口区的直径，并且所述全浓相反应区的侧壁设有一个或多个补充催化剂入口，所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区总高度的大于0%至90%高度处，优选位于所述全浓相反应区的20％到80％高度处，更优选30％到75％高度处，

所述全浓相反应区的底部设有催化剂分布板。

另一方面，本发明提供了一种催化转化反应系统，该系统包括催化转化反应器、油剂分离设备、任选的反应产物分离设备、和再生器，

所述催化转化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述任选的反应产物分离设备设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解石脑油出口、裂解轻油出口和裂解重油出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，

所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述任选的反应产物分离设备的反应产物入口流体连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通，

其中所述催化转化反应器包括一个或多个根据本发明的反应器。

再一方面，本发明提供了一种催化转化方法，包括使反应原料与催化剂在根据本发明的催化转化反应器或者根据本发明的催化转化反应系统中接触反应的步骤。

在本发明的催化转化反应器和系统中，所设置的全浓相反应区可以有效提高反应器内的催化剂密度，从而大幅度提高反应器内瞬间的催化剂和反应原料之比，并控制相对较长的反应时间，使催化剂能够与原料进行充分反应，不仅提高反应转化率，也提高低碳烯烃和轻芳烃产率，同时，可以降低反应温度有效减少干气和焦炭的生成，使产品分布与产品质量得到改善。

当用于劣质重油的催化裂解时，本发明的反应器和系统可以使石化企业从廉价的劣质重油最大限度生产高附加值的化工原料，有助于推进我国炼油企业的炼化一体化进程，既解决了石化原料短缺的问题，又提高了石化行业的经济效益和社会效益。

本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。

附图说明

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明的一种优选实施方式的示意图；

图2为本发明的另一优选实施方式的示意图。

附图标记说明

。

具体实施方式

以下将通过具体的实施方式对本申请作出进一步的详细描述，应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本申请，但不以任何方式限制本发明。

在本文中所披露的任何具体数值（包括数值范围的端点）都不限于该数值的精确值，而应当理解为还涵盖了接近该精确值的值，例如在该精确值±5%范围内的所有可能的数值。并且，对于所披露的数值范围而言，在该范围的端点值之间、端点值与范围内的具体点值之间，以及各具体点值之间可以任意组合而得到一个或多个新的数值范围，这些新的数值范围也应被视为在本文中具体公开。

在本申请中，术语“快速流化床”或“快速流化反应区/反应器”是指其中的催化剂处于快速流态化状态的流化床反应区/反应器，其中快速流态化是一种无气泡的气固接触流态化，重要特征是固体颗粒趋向于成团运动。当催化剂处于快速流态化状态时，该反应区/反应器内催化剂的轴向固体分率ε通常在0.05至0.4的范围内。但是，在常规快速流化床中，催化剂通常呈上稀下浓式分布，例如上部的催化剂轴向固体分率ε可在0.05至0.1的范围内，而下部的催化剂轴向固体分率ε可在0.3至0.4的范围内。

根据本申请，在快速流化反应区中，当催化剂的轴向固体分率ε自下至上始终保持在0.1至0.2的范围内（即在该反应区沿轴向均分的上、中、下三部分中测得的催化剂轴向固体分率ε均大于等于0.1且小于等于0.2）时，整个所述快速流化反应区内的催化剂呈拟均一的全浓相分布，此时所述快速流化反应区称为“全浓相反应区”。

在本申请中，术语“水油重量比”是指注入反应器内的总蒸汽重量与原料重量之比。

在本申请中，所谓“上游”和“下游”均是基于反应物料的流动方向而言的。例如，当反应物流自下而上流动时，“上游”表示位于下方的位置，而“下游”表示位于上方的位置。

除非另有说明，本文所用的术语具有与本领域技术人员通常所理解的相同的含义，如果术语在本文中有定义，且其定义与本领域的通常理解不同，则以本文的定义为准。

本申请中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。

在本文中提及的所有专利和非专利文献，包括但不限于教科书和期刊文章等，均通过引用方式全文并入本文。

如上所述，在一个方面，本发明提供了一种催化转化反应器，该反应器从下到上依次包括任选的预提升段、全浓相反应区、过渡段和出口区，所述全浓相反应区为横截面呈大致圆形的、底端和顶端开口的、包括一个或多个等直径段的空心柱体的型式，所述任选的预提升段与所述全浓相反应区的底端相连通，所述全浓相反应区的顶端经由所述过渡段与所述出口区相连通，所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个催化剂入口，并且所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个原料进料口，

其中，所述全浓相反应区的底端和顶端的横截面直径，优选每一等直径段的横截面直径，均大于所述任选的预提升段的直径和所述出口区的直径，并且所述全浓相反应区的侧壁设有一个或多个补充催化剂入口，所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区总高度的大于0%至90%高度处，优选位于所述全浓相反应区的20％到80％高度处，更优选30％到75％高度处。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区的顶端的横截面直径大于或等于其底端的横截面直径。

在某些优选实施方式中，所述全浓相反应区为包括两个或更多个等直径段的空心柱体型式，并且从下至上各等直径段的直径大于或等于前一等直径段（即相邻的位于下方的等直径段）的直径。进一步优选地，各等直径段的直径相同，或者从下往上各等直径段的直径递增。

根据本申请，在所述全浓相反应区中催化剂的轴向固体分率ε自下至上始终满足：0.1≤ε≤0.2，此时，在所述全浓相反应区中催化剂呈全浓相分布，使得全浓相反应区上下的实际剂油比保持一致，从而减少干气焦炭产率，提高目标产物产率。

根据本申请，所述预提升段并不是必须的，例如当本发明的反应器与其它反应器如提升管反应器串联使用时，所述全浓相反应区可以直接与位于上游的反应器的出口直接连通，而无需采用所述预提升段。

根据本申请，所谓“横截面呈大致圆形”是指横截面为圆形或者近似圆形的形状，例如椭圆形、卵圆形、正多边形等等，只要所述横截面的外接圆直径与内切圆直径的比值在1:0.9至1:1范围内即可。当所述横截面为近似圆形时，所谓“横截面的直径”（或者简称直径）是指所述横截面的外接圆直径与内切圆直径的平均值。

在优选的实施方式中，所述一个或多个等直径段各自独立地为空心圆柱体的型式，并且当包括两个或更多个等直径段时，各等直径段的直径可以相同也可以不同。进一步优选地，各等直径段的直径相同，或者从下往上各等直径段的直径递增。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区为由一个或多个直径相同或不同的空心圆柱体段与任选的用于连接相邻的空心圆柱体段的连接段构成的柱体型式。

根据本申请，当所述全浓相反应区包括两个或更多个等直径段时，各等直径段可以具有相同或不同的高度，本发明对此并没有严格的限制。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区的每一等直径段各自独立地设有一个或多个补充催化剂入口；优选地，每一所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应等直径段高度的大于0%至90%高度处，优选20％到80％高度处，更优选30％到75％高度处。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区的最大横截面的直径与反应器总高度之比为0.005：1至1：1，优选0.01：1至0.8：1，更优选0.05：1至0.5：1；全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1，优选0.15：1至0.8：1，更优选0.2：1至0.75：1。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区的总高度为约2-50米，优选约5-40米，更优选约8-20米。

在优选的实施方式中，所述一个或多个等直径段各自独立地具有如下特征：横截面直径为约0.2-10米，优选约1-5米；横截面直径与反应器总高度之比为约0.005：1至约1：1，优选约0.01：1至约0.8：1，更优选约0.05：1至约0.5：1；高度与反应器总高度之比为约0.1：1至约0.9：1，优选约0.15：1至约0.8：1，更优选约0.2：1至约0.75：1；并且所述全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为约0.1：1至约0.9：1，优选约0.15：1至约0.8：1，更优选约0.2：1至约0.75：1。

在某些进一步优选的实施方式中，所述全浓相反应区包括一个空心圆柱体型式的等直径段，亦即所述全浓相反应区为空心圆柱体型式，其横截面直径为约0.2-10米，优选约1-5米；横截面直径与反应器总高度之比为约0.005：1至约1：1，优选约0.01：1至约0.8：1，更优选约0.05：1至约0.5：1；所述全浓相反应区的高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1，优选0.15：1至0.8：1，更优选0.2：1至0.75：1。

在另一些进一步优选的实施方式中，所述全浓相反应区包括两个或更多个空心圆柱体型式的等直径段，所述两个或更多个等直径段各自独立地具有如下特征：横截面直径为约0.2-10米，优选约1-5米；横截面直径与反应器总高度之比为约0.005：1至约1：1，优选约0.01：1至约0.8：1，更优选约0.05：1至约0.5：1；高度与反应器总高度之比为约0.1：1至约0.9：1，优选约0.15：1至约0.8：1，更优选约0.2：1至约0.75：1；且所述全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1，优选0.15：1至0.8：1，更优选0.2：1至0.75：1。更进一步优选地，所述两个或更多个等直径段中每一等直径段各自独立地设有一个或多个补充催化剂入口，所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应等直径段高度的大于0%至90%高度处，优选20％到80％高度处，更优选30％到75％高度处。

根据本申请，在催化剂进入所述全浓相反应区底部的位置处设置催化剂分布板，例如在预提升段的出口端处。

根据本申请，所述催化剂分布板可以为工业上常见的各种型式的分布板，例如为平板形、拱形、碟形、环形和伞形中的一种或多种。

本申请通过采用催化剂分布板配合引入补充催化剂，使得催化剂能够在全浓相反应区的轴向上浓度均一地与原料接触进行催化转化反应，从而减少催化剂浓度过高或过低带来的剂油比焦和热反应焦的生成。

在优选的实施方式中，所述过渡段的高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.1：1，优选0.02：1至0.05：1。进一步优选地，该过渡段为空心的截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的内倾角α为5-85^o，优选15-75^o。

在优选的实施方式中，所述出口区的直径为0.2-5米，优选0.4-4米，更优选0.6-3米，其高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.2：1，优选0.08：1至0.18：1，更优选0.1：1至0.15：1，所述出口区的出口端可以敞口，也可以和旋风分离器的入口直接连接。

在某些具体实施方式中，本申请的反应器可以在所述全浓相反应区的上游（例如在所述任选的预提升段与所述全浓相反应区之间），和/或所述全浓相反应区的下游（例如在所述过渡段与所述出口区之间），进一步包括一个或多个其它形式的反应区，例如稀相输送床、密相流化床、快速流化床等。

在另一些具体实施方式中，本申请的反应器在所述全浓相反应区的上游和下游不包括额外的反应区。

根据本申请，所述反应器可以设置一个或多个，例如一个、两个或更多个原料进料口，所述一个或多个原料进料口，如原料喷嘴，可以各自独立地设置在预提升段的出口端处，在预提升段上距其出口端的距离小于或等于预提升段高度的约1/3的位置处，或者设置在全浓相反应区的底部。

任选地，当在所述全浓相反应区的底部设置有原料进料口时，可以在该原料进料口处设置气体分布器。

根据本申请，所述补充催化剂的炭含量可以为0-1重量%，例如可以选自再生催化剂、待生催化剂和半再生催化剂中的一者或多者。所述补充催化剂的入口可以是1个、2个或者多个，所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区总高度的大于0%至90%高度处，优选位于所述全浓相反应区的20％到80％高度处，更优选30％到75％高度处，例如位于所述全浓相反应区的2/3高度处。所述补充催化剂的温度可以根据反应温度需要进行调整，例如可以引入冷和/或热的再生催化剂，也可以引入冷和/或热的待生催化剂。在全浓相反应区补充催化剂可以较大范围内调节剂油比，为裂解反应提供更多的活性中心，同时，增强了反应温度调节的灵活性，可以有效调节全浓相反应区设备内温度与催化剂活性的梯度。另外，在全浓相反应区中引入补充催化剂可以尽可能维持设备催化剂密度均匀性，有效调节催化剂密度分布，保证裂解反应充分地有效地进行，提高目标产物选择性。

在第二方面，本申请提供了一种催化转化反应系统，该系统包括催化转化反应器、油剂分离设备、任选的反应产物分离设备、和再生器，

所述催化转化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述任选的反应产物分离设备设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解石脑油出口、裂解轻油出口和裂解重油出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，

所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述任选的反应产物分离设备的反应产物入口流体连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通。

在优选的实施方式中，所述催化转化反应器包括一个或多个根据本申请的反应器。

在某些进一步优选的实施方式中，所述催化转化反应器进一步包括一个或多个与本申请的反应器串联和/或并联的其它形式的反应器，例如稀相输送床、密相流化床、快速流化床等。

在另一些进一步优选的实施方式中，所述催化转化反应器由本申请的反应器构成。

根据本申请，所述油剂分离设备和反应产物分离设备均可采用本领域技术人员所熟知的设备。例如，所述油剂分离设备可以包括旋风分离器、沉降器和汽提器等，而所述反应产物分离设备可以是分馏塔等。

在某些具体实施方式中，所述油剂分离设备包括与所述催化转化反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。

本发明的催化转化反应器和系统适用于各种原料的催化转化反应，例如石油烃催化裂解生产低碳烯烃，特别是重油催化裂解生产低碳烯烃的反应。

在某些具体实施方式中，适于采用本发明的反应器和系统进行加工的重油的性质可以满足以下指标中的一种、两种、三种或四种：20℃密度为850-1000千克/米³，优选为890-940千克/米³，残炭为0-10重量％，优选为3-8重量％，镍和钒总含量为2-30ppm，优选为5-20ppm，特性因数K值小于12.1，优选小于12.0。

例如，所述重油可以为重质石油烃和/或其它矿物油；所述重质石油烃可以为选自减压渣油（VR）、劣质的常压渣油（AR）、劣质的加氢渣油、焦化瓦斯油、脱沥青油、减压蜡油、高酸值原油和高金属原油中的一种或多种，所述其它矿物油可以为选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种。所述重油中的残炭可以采用ASTMD-189康氏残炭实验方法进行测定。

在第三方面，本发明提供了一种催化转化方法，包括使反应原料与催化剂在根据本发明的催化转化反应器或者在根据本发明的催化转化反应系统中接触反应的步骤。

在优选的实施方式中，所述反应原料为重质原料油，其性质满足以下指标中的至少一种：20℃密度为850-1000千克/米³，优选为890-940千克/米³，残炭为0-10重量％，优选为2-8重量％，镍和钒总含量为2-30ppm，优选为5-20ppm，特性因数K值小于12.1，优选小于12.0。

在优选的实施方式中，所述全浓相反应区内的反应条件包括：反应温度为510-700℃，反应时间为1-20秒，剂油重量比为3：1至50：1，水油重量比为0.03：1至0.8：1，催化剂密度为120-290千克/米³，气体线速为0.8-2.5米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流率为15-150千克/（米²·秒）。

在进一步优选的实施方式中，所述全浓相反应区内的反应条件包括：反应温度为550-650℃，反应时间为3-15秒，剂油重量比为10：1至30：1，水油重量比为0.05：1至0.5：1，催化剂密度为150-250千克/米³，气体线速为1-1.8米/秒，反应压力为130-450千帕，催化剂质量流率为20-130千克/（米²·秒）。

在优选的实施方式中，以干基计并以所述催化剂的干基重量为基准，所述催化剂包括1-50重量%，优选5-45重量%，更优选10-40重量%的沸石；5-99重量%，优选10-80重量%，更优选20-70重量%的无机氧化物，和0-70重量%，优选5-60重量%，更优选10-50重量%的粘土。

在进一步优选的实施方式中，所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石，和它们的任意组合；所述大孔沸石选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和高硅Y型沸石，和它们的任意组合。

在更进一步优选的实施方式中，以干基计，所述中孔沸石占所述沸石总重量的0-50重量%，优选0-20重量%。

在本申请中，所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域的常规定义，即中孔沸石的平均孔径为约0.5-0.6 nm，大孔沸石的平均孔径为约0.7-1.0 nm。

作为示例，所述大孔沸石可以选自稀土Y（REY）型沸石、稀土氢Y（REHY）型沸石、由不同方法得到的超稳Y型沸石和高硅Y型沸石中的一种或多种。所述中孔沸石可以选自具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。任选地，还可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性。有关ZRP沸石的更为详尽的描述可参见美国专利US5,232,675A。ZSM系列沸石优选选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或多种的混合物。有关ZSM-5的更为详尽的描述可参见美国专利US3,702,886A。

根据本申请，所述无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅（SiO₂）和/或三氧化二铝（Al₂O₃）。所述粘土作为基质（即载体），优选为高岭土和/或多水高岭土。

在优选的实施方式中，所述方法包括向所述全浓相反应区中引入一股或多股补充催化剂，所述补充催化剂的总量可以占反应器催化剂循环量的0-50重量%，优选5-45重量%，更优选10-40重量%。

优选地，所述一股或多股补充催化剂的炭含量各自独立地为约0-1.0重量%，例如所述一股或多股补充催化剂可以各自独立地选自再生催化剂、待生催化剂和半再生催化剂，例如再生、待生和半再生的催化裂解催化剂。

下面将结合附图所示的优选实施方式来进一步说明本申请，但是并不因此而限制本申请。

图1示出了本申请的催化转化反应器的一种优选实施方式，其中所述反应器从下到上依次包括预提升段1、全浓相反应区2、过渡段3和出口区4。所述全浓相反应区2为空心圆柱体的型式。过渡段3为空心的截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的内倾角α为约5-85^o，优选约15-75^o。预提升段1下部设有催化裂解催化剂入口，预提升段1上部和/或全浓相反应区2底部设有原料进料口。全浓相反应区2底部的预提升段出口处设有催化剂分布板5。所述全浓相反应区2的直径大于所述预提升段和所述出口区的直径。所述全浓相反应区的侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个补充催化剂入口，例如用于补剂管线7的补充催化剂入口。所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立位于所述全浓相反应区总高度的大于0%至约90%之间的高度处，优选位于约20％到约80％高度处，更优选约30％到约75％高度处。

预提升介质经预提升介质管线8从预提升段1底部进入所述催化转化反应器，预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。来自再生斜管6的经过或未经过冷却的热再生催化剂进入预提升段1下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。反应原料、如经预热的重质原料油和雾化蒸汽经进料管线9注入预提升段1上部和/或全浓相反应区2底部，与催化转化反应器内已有的物流混合接触，在由下至上通过所述反应器的过程中进行催化转化反应。在全浓相反应区2中经由补剂管线7引入一股或多股补充催化剂，使其与所述全浓相反应区内的物料接触进行催化转化反应。全浓相反应区2的反应流出物经过渡段3进入出口区4，而后经出口区4进入后续的油剂分离设备和产物分离设备。

图2示出了本申请的催化转化反应器的另一优选实施方式，其中所述反应器从下到上依次包括预提升段1、全浓相反应区2、过渡段3和出口区4。所述全浓相反应区2为包括两个空心圆柱体段的柱体型式，所述两个空心圆柱体段的直径可以相同或不同。过渡段3为空心的截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的内倾角α为约5-85^o，优选约15-75^o。预提升段1下部设有催化裂解催化剂入口，预提升段1上部和/或全浓相反应区2底部设有原料进料口。全浓相反应区2底部的预提升段出口处设有催化剂分布板5。所述全浓相反应区2的每一空心圆柱体段的直径均大于所述预提升段和所述出口区的直径。每一所述空心圆柱体段的侧壁设有一个或多个、例如一个、两个或更多个补充催化剂入口，例如用于补剂管线7或补剂管线10的补充催化剂入口。所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应空心圆柱体高度的大于0%至约90%之间的高度处，优选位于约20％到约80％高度处，更优选约30％到约75％高度处。

预提升介质经预提升介质管线8从预提升段1底部进入所述催化转化反应器，预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。来自再生斜管6的经过或未经过冷却的热再生催化剂进入预提升段1下部，在预提升介质的提升作用下向上运动。反应原料、如经预热的重质原料油和雾化蒸汽经进料管线9注入预提升段1上部和/或全浓相反应区2底部，与催化转化反应器内已有的物流混合接触，在由下至上通过所述反应器的过程中进行催化转化反应。在全浓相反应区2中经由补剂管线7和/或补剂管线10引入一股或多股补充催化剂，使其与所述全浓相反应区内的物料接触进行催化转化反应。全浓相反应区2的反应流出物经过渡段3进入出口区4，而后经出口区4进入后续的油剂分离设备和产物分离设备。

本申请中各参数的定义和计算方式如下：

（1）、催化剂的轴向固体分率ε=由压差计测得的反应区内轴向两点间的压差÷所述轴向两点间的距离÷催化剂颗粒密度；

其中压差的单位为千克/米²，轴向两点间距离的单位为米，催化剂颗粒密度的单位为千克/米³。

催化剂颗粒密度=骨架密度／（催化剂孔体积×骨架密度+1）,其中骨架密度的单位为千克/米³，催化剂孔体积的单位为米³，骨架密度和催化剂孔体积分别由比重瓶法和水滴定法测定。

（2）、反应时间=反应区的体积/油气对数平均体积流量；

其中，反应区体积的单位为米³，油气对数平均体积流量的单位为米³/秒；

油气对数平均体积流量=（V_out-V_in）/ln（V_out/V_in），V_out和V_in分别为反应区出口处和入口处的油气体积流量；

反应区出口油气体积流量V_out=m/ρ₃；

反应区入口油气体积流量V_in=m/ρ₄；

其中，m为单位时间原料油和雾化蒸汽的进料量，单位为千克/秒；ρ₃为反应区出口处的油气密度，单位为千克/米³；ρ₄为反应区入口处的油气密度，单位为千克/米³。

（3）、反应区（或其上、中、下部）的催化剂密度=由压差计测得的反应区内（或其上、中、下部）轴向两点间的压差÷所述轴向两点间的距离；

其中压差的单位为千克/米²，反应区轴向平均分为上、中、下三部分，轴向两点间距离的单位为米。

（4）、气体线速=油气对数平均体积流量÷反应区横截面积；

当反应区为非圆柱体型式时，气体线速取反应区底端的气体线速与反应区顶端的气体线速的对数平均值。

（5）、催化剂质量流率G_s=反应器催化剂循环量÷反应区横截面积；

当反应区为非圆柱体型式时，催化剂质量流率G_s取反应区底端的G_s与反应区顶端的G_s的对数平均值；

其中，催化剂循环量的单位为千克/秒；

反应器催化剂循环量=焦炭生成速度÷（待生催化剂炭含量-再生催化剂炭含量）；

其中，焦炭生成速度单位为千克/秒，待生催化剂炭含量和再生催化剂炭含量均为重量含量；

焦炭生成速度=烟气量×（CO₂%+CO%）÷Vm×M；

其中，Vm为气体摩尔体积，取值为22.4×10^-3米³/摩尔，M为碳元素的摩尔质量，取值为12×10^-3千克/摩尔；

烟气量=（再生空气量×79体积%）/（1-CO₂%-CO%-O₂%）；

其中，再生空气量的单位为米³/秒，烟气量的单位为米³/秒，CO₂%、CO%、O₂%分别为烟气中CO₂、CO和O₂的体积百分比。

实施例

下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

以下实施例与对比例中所用的原料油均为加氢渣油，其性质如表1所示，实施例和对比例所用的催化剂是购自中国石油化工股份有限公司催化剂分公司的商业催化裂解催化剂，商品牌号为DMMC-2。

表1 所用原料油的性质

密度(20℃)/克·厘米<sup>-3</sup>	0.9237
		折光指数/70℃	1.4914
碱性氮／微克·克<sup>-1</sup>	506
		残炭/ 重量%	3.11
特性因数K值	11.8
		馏程/℃
5体积%	357
		10体积%	387
30体积%	443
		50体积%	490
70体积%	550
		金属含量/微克·克<sup>-1</sup>
Fe	34.4
		Ni	4.4
Ca	7.8
		V	4.3
Na	2.0

实施例1

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为图1所示的反应器形式，其中预提升段直径0.2米，高度为1米；全浓相反应区直径为0.5米，高度为4米；过渡段的高度为0.5米，纵切面的等腰梯形侧边的内倾角α为40^o；出口区的直径为0.2米，高度为1米。

预热的原料油进入全浓相反应区底部，与从预提升段引入并经设置在预提升段出口处的催化剂分布板分布后的催化裂解催化剂接触，向上运行并进行催化裂解反应，全浓相反应区中催化剂呈全浓相分布，轴向固体分率ε分布由下至上均在0.1-0.2范围内。反应后物流进入过渡段，再经出口区进入后续的油剂分离设备和产物分离设备。其中，向全浓相反应区补充一股热的再生催化剂（温度690℃，炭含量为0.05重量%），其补充位置位于全浓相反应区总高度的50%高度处，和一股待生催化剂（炭含量为0.8重量%），其补充位置位于全浓相反应区总高度的65%高度处，其中所补充的再生催化剂和待生催化剂的量分别占反应器催化剂循环量的10重量%和5重量%；操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，本实施例的乙烯产率达到5.1重量%，丙烯产率达到18.6重量%，轻芳烃（BTX）产率达到11.2重量%，干气和焦炭产率分别为10.5重量％和8.1重量％。

实施例2

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为图1所示的反应器形式，其中预提升段直径0.6米，高度为1.2米；全浓相反应区直径为1.5米，高度为6米；过渡段的高度为0.5米，纵切面的等腰梯形侧边的内倾角α为15.5^o；出口区的直径为0.6米，高度为1.2米。

预热的原料油进入预提升段上部与催化裂解催化剂接触并由下至上运行，经设置在预提升段出口处的催化剂分布板分布后，进入全浓相反应区进行催化裂解反应，全浓相反应区中催化剂呈全浓相分布，轴向固体分率ε分布由下至上均在0.1-0.2范围内。反应后物流进入过渡段，再经出口区进入后续的油剂分离设备和产物分离设备。其中，向全浓相反应区补充一股经冷却的再生催化剂（温度630℃，炭含量为0.05重量%），其补充位置位于全浓相反应区总高度的60%高度处，其中所补充的再生催化剂的量占反应器催化剂循环量的15重量%；操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，乙烯产率达到5.6重量%，丙烯产率达到18.9重量%，轻芳烃（BTX）产率达到11.4重量％，干气和焦炭产率分别为10.4重量％和8.0重量％。

实施例3

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为图2所示的反应器形式，其中全浓相反应区包括连续的两个空心圆柱体段，其中预提升段直径0.6米，高度为1.5米；两个空心圆柱体段的直径均为1.6米，高度均为3米；过渡段的高度为0.5米，纵切面的等腰梯形侧边的倾角α为26.5^o；出口区的直径为0.6米，高度为1.5米。

预热的原料油进入预提升段上部与催化裂解催化剂接触并由下至上运行，经设置在预提升段出口处的催化剂分布板分布后，进入全浓相反应区进行催化裂解反应，全浓相反应区中催化剂呈全浓相分布，轴向固体分率ε分布由下至上均在0.1-0.2范围内。反应后物流进入过渡段，再经出口区进入后续的油剂分离设备和产物分离设备。其中，向全浓相反应区补充一股热的再生催化剂（温度690℃，炭含量为0.05重量%），其补充位置位于下部空心圆柱体段高度的60%高度处，和一股待生催化剂（炭含量为0.8重量%），其补充位置位于上部空心圆柱体段高度的60%高度处，其中所补充的再生催化剂和待生催化剂的量分别占反应器催化剂循环量的10重量%和5重量%；操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，本实施例的乙烯产率达到5.7重量%，丙烯产率达到19.9重量%，轻芳烃（BTX）产率达到10.4重量％，干气和焦炭产率分别为10.6重量％和8.2重量％。

对比例1

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为提升管与密相流化床串联的组合式反应器，提升管的直径为0.2米，高度为5米，流化床的直径为0.4米，高度为1.5米。预热的原料油进入提升管反应区下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，反应油气和水蒸气以及待生催化剂从提升管出口进入密相流化床反应区继续反应，反应后物流进入后续的油剂分离设备和产物分离设备；操作条件和产品分布列于表2。

从表2的结果可以看出，该对比例的乙烯产率仅为3.7重量%，丙烯产率仅为12.8重量%，轻芳烃（BTX）产率仅为5.5重量%，干气和焦炭产率分别为12.9重量％和13.3重量％。

对比例2

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为常规的快速流化床反应器，其中反应器直径0.4米，高度6.5米。预热的原料油进入快速流化床反应器下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，反应后物流进入后续的油剂分离设备和产物分离设备，其中快速流化床反应器中催化剂的轴向固体分率ε由上至下表现为0.1→0.2→0.3递增；操作条件和产品分布列于表2。

从表2的结果可以看出，该对比例的乙烯产率仅为4.3重量%，丙烯产率仅为14.2重量%，轻芳烃（BTX）产率仅为7.7重量%，干气和焦炭产率分别为11.5重量％和10.1重量％。

对比例3

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为在常规快速流化床反应器的底部增设了催化剂分布板的改造快速流化床反应器，其中反应器直径0.4米，高度6.5米。预热的原料油进入快速流化床反应器下部与经催化剂分布板分布后的催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，反应后物流进入后续的油剂分离设备和产物分离设备，其中快速流化床反应器中催化剂的轴向固体分率ε由上至下表现为0.1→0.2→0.3递增；操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，该对比例的乙烯产率仅为4.1重量%，丙烯产率仅为15.8重量%，轻芳烃（BTX）产率仅为8.5重量%，干气和焦炭产率分别为11.0重量％和10.0重量％。

对比例4

采用表1所示的原料油和DMMC-2催化剂，在中型装置上进行试验，反应器为在常规快速流化床反应器的侧壁增设了补充催化剂入口的改造快速流化床反应器，其中反应器直径0.4米，高度6.5米。预热的原料油进入快速流化床反应器下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应。向快速流化床反应器补充一股热的再生催化剂（温度690℃，炭含量为0.05重量%），其补充位置位于快速流化床反应器总高度的50%高度处，和一股待生催化剂（炭含量为0.8重量%），其补充位置位于快速流化床反应器总高度的65%高度处，其中所补充的再生催化剂和待生催化剂的量分别占反应器催化剂循环量的10重量%和5重量%。反应后物流进入后续的油剂分离设备和产物分离设备，其中快速流化床反应器中催化剂的轴向固体分率ε由上至下表现为0.1→0.2→0.3递增；操作条件和产品分布列于表2。

从表2可以看出，该对比例的乙烯产率仅为4.5重量%，丙烯产率仅为16.5重量%，轻芳烃（BTX）产率仅为9.0重量%，干气和焦炭产率分别为10.8重量％和9.6重量％。

表2实施例1-3和对比例1-4的反应结果对比

	实施例1	实施例2	实施例3	对比例1	对比例2	对比例3	对比例4
								提升管/快速床/全浓相反应区条件
反应区出口温度，℃	585	585	585	585	585	585	585
								反应时间，秒	4	4	4	2	4	4	4
水油重量比	0.25	0.25	0.25	0.25	0.25	0.25	0.25
								剂油重量比	22	23	23	10	20	20	20
下部催化剂密度，千克/米<sup>3</sup>	220	224	218	60	195	220	220
								上部催化剂密度，千克/米<sup>3</sup>	216	218	212		115	155	178
气体线速，米/秒	2	2	2	12	2	2	2
								反应压力，千帕	210	210	210	210	210	210	210
Gs，千克/（米<sup>2</sup>·秒）	74	75	75	300	74	74	74
								密相流化床条件
反应区出口温度，℃	/	/	/	565	/	/	/
								重时空速，小时<sup>-1</sup>	/	/	/	4	/	/	/
催化剂密度，千克/米<sup>3</sup>	/	/	/	480	/	/	/
								气体线速，米/秒	/	/	/	0.6	/	/	/
产品分布，重%
								干气	10.5	10.4	10.6	12.9	11.5	11.0	10.8
其中乙烯	5.1	5.6	5.7	3.7	4.3	4.1	4.5
								液化气	37.7	38.2	40.3	26.1	32.8	34.3	35.7
其中丙烯	18.6	18.9	19.9	12.8	14.2	15.8	16.5
								汽油	26.0	25.8	23.8	22.9	24.9	24.7	25.6
其中BTX	11.2	11.4	10.4	5.5	7.7	8.5	9.0
								柴油	12.4	12.3	12.1	16.4	14.6	14.0	12.5
重油	5.3	5.3	5.0	8.4	6.1	6.0	5.8
								焦炭	8.1	8.0	8.2	13.3	10.1	10.0	9.6
合计	100	100	100	100	100	100	100

由以上实施例和对比例的结果可以看出，采用本发明的反应器进行重油的催化裂解，乙烯、丙烯和轻芳烃的产率显著提高，同时干气和焦炭产率降低。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。

另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。

此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。

Claims (34)

1.一种催化转化反应器，该反应器从下到上依次包括任选的预提升段、全浓相反应区、过渡段和出口区，所述全浓相反应区为横截面呈大致圆形的、底端和顶端开口的、包括一个或多个等直径段的空心柱体的型式，所述任选的预提升段与所述全浓相反应区的底端相连通，所述全浓相反应区的顶端经由所述过渡段与所述出口区相连通，所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个催化剂入口，并且所述任选的预提升段上和/或所述全浓相反应区的底部设有至少一个原料进料口，

其中，所述全浓相反应区内的催化剂轴向固体分率ε自下至上始终保持在0.1至0.2范围内，所述全浓相反应区底端和顶端的横截面直径均大于所述任选的预提升段的直径和所述出口区的直径，并且所述全浓相反应区的侧壁设有一个或多个补充催化剂入口，所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区总高度的大于0%至90%高度处，

所述全浓相反应区的底部设有催化剂分布板。

2.根据权利要求1所述的反应器，其中所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区的20％到80％高度处。

3.根据权利要求1所述的反应器，其中所述一个或多个补充催化剂入口的位置各自独立地位于所述全浓相反应区的30％到75％高度处。

4.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述一个或多个等直径段各自独立地为空心圆柱体的型式。

5.根据权利要求4所述的反应器，其中所述全浓相反应区为包括两个或更多个所述等直径段的空心柱体型式，从下至上各等直径段的直径大于或等于前一等直径段的直径。

6.根据权利要求4所述的反应器，其中所述全浓相反应区的每一等直径段各自独立地设有一个或多个补充催化剂入口。

7.根据权利要求6所述的反应器，其中每一等直径段的每一所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应等直径段高度的大于0%至90%高度处。

8.根据权利要求6所述的反应器，其中每一等直径段的每一所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应等直径段高度的20％到80％高度处。

9.根据权利要求6所述的反应器，其中每一等直径段的每一所述补充催化剂入口的位置各自独立地位于相应等直径段高度的30％到75％高度处。

10.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述预提升段的直径为0.2-5米，其高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.2：1。

11.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述预提升段的直径为0.4-4米，其高度与反应器总高度之比为0.03：1至0.18：1。

12.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述预提升段的直径为0.6-3米，其高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.15：1。

13.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述全浓相反应区的最大横截面的直径与反应器总高度之比为0.005：1至1：1；全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1。

14.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述全浓相反应区的最大横截面的直径与反应器总高度之比为0.01：1至0.8：1；全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。

15.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述全浓相反应区的最大横截面的直径与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1；全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.2：1至0.75：1。

16.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述一个或多个等直径段各自独立地具有如下特征：横截面直径为0.2-10米，横截面直径与反应器总高度之比为0.005：1至1：1，高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1；并且，所述全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.9：1。

17.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述一个或多个等直径段各自独立地具有如下特征：横截面直径为1-5米，横截面直径与反应器总高度之比为0.01：1至0.8：1，高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1；并且，所述全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.15：1至0.8：1。

18.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述一个或多个等直径段各自独立地具有如下特征：横截面直径为1-5米，横截面直径与反应器总高度之比为0.05：1至0.5：1，高度与反应器总高度之比为0.2：1至0.75：1；并且，所述全浓相反应区的总高度与反应器总高度之比为0.2：1至0.75：1。

19.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述过渡段的高度与反应器总高度之比为0.01：1至0.1：1。

20.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述过渡段的高度与反应器总高度之比为0.02：1至0.05：1。

21.根据权利要求19所述的反应器，其中所述过渡段为空心的截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的内倾角α为5-85^o。

22.根据权利要求20所述的反应器，其中所述过渡段为空心的截头圆锥体的型式，纵切面为等腰梯形，等腰梯形侧边的内倾角α为15-75 ^o。

23.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述出口区的直径为0.2-5米，其高度与反应器总高度之比为0.05：1至0.2：1，所述出口区的出口端敞口或者与旋风分离器的入口直接连接。

24.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述出口区的直径为0.4-4米，其高度与反应器总高度之比为0.08：1至0.18：1，所述出口区的出口端敞口或者与旋风分离器的入口直接连接。

25.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述出口区的直径为0.6-3米，其高度与反应器总高度之比为0.1：1至0.15：1，所述出口区的出口端敞口或者与旋风分离器的入口直接连接。

26.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述至少一个原料进料口各自独立地设置在所述预提升段上距其出口端的距离小于或等于所述预提升段高度的1/3的位置处，在所述预提升段的出口端处、或者在所述全浓相反应区的底部。

27.根据权利要求26所述的反应器，其中所述全浓相反应区的底部设置有原料进料口，并且在该原料进料口处设有气体分布器。

28.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述反应器在所述全浓相反应区的上游和/或下游进一步包括一个或多个额外的选自稀相输送床、密相流化床和快速流化床的反应区。

29.根据权利要求1-3中任一项所述的反应器，其中所述反应器在所述全浓相反应区的上游和下游不包括额外的反应区。

30.一种催化转化反应系统，该系统包括催化转化反应器、油剂分离设备、任选的反应产物分离设备、和再生器，

所述催化转化反应器设置有底部的催化剂入口、下部的原料进料口和顶部的油剂出口，所述油剂分离设备设置有油剂入口、催化剂出口和反应产物出口，所述任选的反应产物分离设备设置有反应产物入口、干气出口、液化气出口、裂解石脑油出口、裂解轻油出口和裂解重油出口，所述再生器设置有催化剂入口和催化剂出口，

所述催化转化反应器的催化剂入口与所述再生器的催化剂出口流体连通，所述催化转化反应器的油剂出口与所述油剂分离设备的油剂入口流体连通，所述油剂分离设备的反应产物出口与所述任选的反应产物分离设备的反应产物入口流体连通，所述油剂分离设备的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口流体连通，

其中所述催化转化反应器包括一个或多个根据权利要求1-29中任一项所述的反应器。

31.根据权利要求30所述的反应系统，其中所述催化转化反应器进一步包括一个或多个与根据权利要求1-29中任一项所述的反应器串联和/或并联的选自稀相输送床、密相流化床和快速流化床的反应器。

32.根据权利要求30所述的反应系统，其中所述催化转化反应器由一个或多个根据权利要求1-29中任一项所述的反应器构成。

33.根据权利要求30-32中任一项所述的反应系统，其中所述油剂分离设备包括与所述催化转化反应器同轴布置或者高低并列布置的沉降器。

34.一种催化转化方法，包括使反应原料与催化剂在根据权利要求1-29中任一项所述的催化转化反应器或者在权利要求30-33中任一项所述的催化转化反应系统中接触反应的步骤。

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