CN1142249C - 一种催化裂化油剂接触方法 - Google Patents

Abstract

一种催化裂化油剂接触方法，是在提升管内部设置油剂分布器将提升管下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴。高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或待生剂分别进入不同的反应区；预改质原料在其中的部分反应区内在300～550℃下进行反应。反应后的物流在各自的反应区内沿提升管上行，并在油剂分布器出口处汇合，与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。采用该方法可改善产品分布和产品性质。

Description

一种催化裂化油剂接触方法

技术领域

本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化裂化方法，更具体地说，是一种改善提升管反应器中石油烃和催化剂接触状况的方法。

背景技术

在催化裂化过程中，原料油用水蒸汽雾化并喷入提升管内，在其中与来自再生器的高温催化剂(600～700℃)接触，随即汽化并进行反应。油气在提升管内的停留时间很短，一般只有几秒钟。反应产物经旋风分离器分离出夹带的催化剂后离开反应器去分馏塔。积有焦炭的催化剂(称待生催化剂)由沉降器落入下面的汽提段。汽提段内装有多层人字型档板并在底部通入过热水蒸气，待生催化剂上吸附的油气和颗粒之间的油气被水蒸气置换出而返回上部。经汽提后的待生催化剂通过待生斜管进入再生器。再生器的主要作用是烧去催化剂上因反应而生成的积炭、使催化剂的活性得以恢复。再生后的催化剂(称再生催化剂)落入溢流管，经再生斜管送回反应器循环使用。

近几年来，炼油工作者一直致力于改善提升管反应器中石油烃与催化剂的接触状况，针对烃类原料的物化性质采取相应的油剂接触方法，为不同的烃类原料创造适宜的初始反应条件，从而进一步提高目的产品的产率和质量。例如，USP5,154,818公开了如下的油剂接触方法：将提升管反应器自下而上划分为第一反应区和第二反应区，汽油馏分与含有择形分子筛或中孔分子筛的待生催化剂在第一反应区接触并反应，所生成的反应物流以稀相输送的形式沿提升管上行进入第二反应区；重质烃类原料与再生催化剂注入第二反应区中，进行常规的催化裂化反应。该方法虽然可以在一定程度上提高产品选择性及汽油辛烷值，但在不同的反应区采用不同的催化剂，必然会对反应、再生过程中的催化剂分离提出更加严格的要求，需将不同物性的催化剂从不同的床层料位分离出来。而催化剂在反应和再生过程中的破碎和磨损是不可避免的，所以该方法的实施效果将会因此而受到影响。

USP4,090,948也是将提升管反应器自下而上划分为两个反应区，并将含有较高碱性氮和残炭的重质、劣质烃类原料与待生催化剂在第一反应区接触发生物理吸附和少量裂化反应，所生成的反应物流沿提升管上行进入第二反应区，与高温再生催化剂接触并发生反应。该方法可提高劣质烃类原料的转化率和目的产品的产率。

CN1,088,246A也是将提升管反应器自下而上划分为两个反应区，使性质较好的烃类原料与再生催化剂在提升管下部的第一反应区接触并反应，而焦化蜡油等碱性氮含量比较高的烃类原料由提升管反应器中部的进料喷嘴注入第二反应区，与来自第一反应区的带炭的催化剂接触并反应。虽然该方法可以避免碱性氮在反应初始阶段对再生催化剂的毒害、提高烃类原料在第一反应区的反应转化率和产品选择性，但焦化蜡油等碱性氮含量高的烃类原料的油剂接触温度低、反应时间短，其转化率比较低。

发明内容

本发明的目的是提供一种灵活、简便的油剂接触方法，为常规催化裂化原料创造适宜的反应条件，同时还可以满足重质石油烃和/或轻质石油烃的改质要求。

本发明提供的方法是：在提升管反应器内部的预提升介质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴；来自再生器的高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或来自汽提段的待生剂分别进入不同的反应区；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的催化剂接触并进行反应；反应后的物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，在油剂分布器出口处汇合后，与经蒸汽雾化的主原料接触并发生反应；分离反应产物，并对待生剂进行汽提和再生，使上述油剂接触过程循环进行。

附图说明

图1是第1种油剂分布器的结构示意图。

图2是第2种油剂分布器的结构示意图。

图3是第3种油剂分布器的结构示意图。

图4是第4种油剂分布器的结构示意图。

图5是本发明提供方法的油剂接触方式示意图。

图6是本发明提供方法的油剂接触方式示意图。

具体实施方式

为了更清楚地说明本发明提供的方法，便于本领域技术人员理解和实施本发明，下面分四个部分对本发明进行说明。

1、本发明所采用的油剂分布器

本发明所采用的油剂分布器设置在提升管反应器的内部，其上端位于主原料入口以下，与主原料喷嘴的距离应≥0.5米；下端位于预提升介质入口之上，与预提升介质入口的距离应≥0.2米。油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的5～25％，优选7～20％。如果提升管反应器的总长度为20～60米，那么其油剂分布器的高度一般为1.5～10.0米，优选2.0～7.0米。分布器由一块或多块钢板构成，其材质可以与提升管的材质相同，也可以不同；钢板的厚度为2.0～6.0厘米，优选2.5～5.5厘米；钢板可以是平直的，也可以是弯曲的。

油剂分布器的结构特点简述如下：

对于由一块钢板构成的油剂分布器，应将钢板的平行于提升管轴向的两条边固定于提升管内壁。

对于由多块钢板构成的油剂分布器，可将不同钢板的平行于提升管轴向的一条边相互固定在一起，而其余的平行于轴向的边固定于提升管内壁；或者将一块钢板的平行于轴向的两条边分别固定于提升管内壁，其余钢板的平行于轴向的一条边固定在前述钢板上，而其余的平行于轴向的边固定于提升管内壁；也可以将不同钢板的平行于轴向的边分别固定于提升管内壁。

若油剂分布器由多块钢板构成，则所述的多块钢板的高度可以相同，也可以不同；并且所述钢板的标高可以相同，也可以不同，即所述多块钢板的上端标高可以相同，也可以不同，其下端标高可以相同，也可以不同。

上述油剂分布器将提升管反应器的下部分隔为相互隔离并平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质的烃油进料喷嘴。构成分布器的钢板可以按上述要求焊接在提升管内部，也可以采用与焊接的效果相同的其它措施将其固定在提升管的内部。构成分布器的钢板应采用适当的保护措施，以减轻催化剂对钢板的磨损，例如，可以将龟甲网直接敷设在油剂分布器的表面，网孔中填以磷酸铝溶液为胶结剂的刚玉衬里。

下面列举油剂分布器的几种具体型式，以便进一步说明油剂分布器的结构特点，但本发明所采用的油剂分布器并不局限于此。

第1种型式：如图1所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由一块平直的钢板构成，其上端位于主原料入口以下，下端位于预提升介质入口之上。由图1中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为a和b两个横截面积相等或不等的反应区。

第2种型式：如图2所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由一块弧形的钢板构成，其上端位于主原料入口以下，下端位于预提升介质入口之上。由图2中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为c和d两个横截面积不等的反应区。

第3种型式：如图3所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由钢板3和钢板4构成。钢板3的宽度略小于提升管内径，以便使钢板的两个长边能够固定在提升管反应器的内壁上。钢板4的宽度略小于提升管反应器内径的1/2。钢板3的上端位于主原料入口以下，下端位于预提升介质入口之上。钢板4比钢板3短，其高度是钢板3的50～90％。钢板4垂直焊接于钢板3的正中。由图3中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为e、f和g三个反应区。

第4种型式：如图4所示，在提升管反应器1的内部设置一油剂分布器2。该油剂分布器由三块钢板构成，它们是图4中所示的钢板3、钢板4和钢板5。钢板3的宽度略小于提升管内径，以便使钢板的两个长边能够固定在提升管反应器的内壁上。钢板4和钢板5的宽度略小于提升管反应器内径的1/2。钢板4比钢板3短，其高度占钢板3的50～90％；钢板5又比钢板4短，其高度占钢板4的50～90％。钢板3的两个长边焊接在提升管反应器的内壁上，其上端应位于主原料入口以下，下端位于预提升介质入口之上。钢板4的一侧长边垂直焊接于钢板3的正中，而另一侧长边焊接在提升管的内壁上。钢板5的一侧长边是与上述钢板3和钢板4相交的长边焊接在一起的，其另一侧长边焊接在提升管的内壁上，并且使钢板5与钢板3和钢板4所形成的夹角相等。由图4中的A-A视图可以看出，该油剂分布器将提升管反应器的下部划分为h、i、j、k四个反应区。

2、本发明所使用的催化剂

本发明使用的催化剂可以是适用于催化裂化过程的任何催化剂，其活性组分可以选自含或不含稀土和/或磷的Y型或HY型沸石、含或不含稀土和/或磷的超稳Y型沸石、ZSM-5系列沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种、两种或三种，也可以是无定型硅铝催化剂。

3、本发明使用的原料油

本发明使用的原料油包括主原料和预改质原料两部分，预改质原料与主原料的质量流量之比为0.1～1.0，优选0.1～0.8。

本发明以常规的催化裂化原料油作为主原料。主原料可选自：直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。

预改质原料是指利用催化裂化过程进行适度改质的轻质石油烃或劣质、重质石油烃。改质的目的是为了满足产品质量的要求，或是为了改善原料性质、为下一步的裂化反应创造条件。预改质原料可以选自：焦化蜡油、减压渣油等残炭和/或碱性氮含量高的重质石油烃、减粘裂化汽油、催化裂化汽油、催化裂化液化气、直馏汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油、焦化汽油中的一种或一种以上的混合物。

4、本发明提供方法的实施方案

在提升管反应器内部的预提升介质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区。在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴，并使催化剂和预改质原料尽可能地均匀分布在相应的反应区内。若油剂分布器是由长度不同的两块或两块以上的钢板构成的，应在较短钢板的下方设置催化剂入口和预改质原料喷嘴，使预改质原料和催化剂尽可能均匀地分布于由该钢板所隔开的两个或三个反应区内。来自再生器的高温再生剂、冷却后的半再生催化剂和/或来自汽提段的待生催化剂分别进入不同的反应区，并在预提升介质的作用下沿提升管上行。预改质原料由上述的部分反应区注入，与反应区内的催化剂接触并发生反应。反应物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，并在油剂分布器出口处汇合。在主原料入口处，上述混合催化剂与经蒸汽雾化后的主原料接触并发生反应。反应油气与催化剂的分离、反应产物的分离以及待生剂的汽提和再生均可按照常规的催化裂化方法进行。

对于焦化蜡油、减压渣油等重质的预改质原料，应使其优先与待生催化剂或适当冷却后的半再生催化剂接触，利用较为缓和的反应条件，使重质原料中的残炭、碱性氮等物质吸附在待生催化剂或半再生催化剂上，对重质预改质原料起到预处理的作用。当重质预改质原料的质量流量较小时，例如，占主原料的15重％以下，可以将其注入一个反应区；反之，若其质量流量相对较大，应使其在两个或三个反应区中进行反应。

对于直馏汽油、焦化汽油、催化裂化汽油、减粘裂化汽油等轻质预改质原料，应根据预改质原料物化性质的不同，采用不同的油剂接触方式。例如，当以直馏汽油、焦化汽油等低品质汽油作为预改质原料时，为了达到提高汽油品质的目的，应使直馏汽油或焦化汽油优先与高温的再生催化剂接触，在苛刻的反应条件下使其充分裂化；当以催化裂化汽油、减粘裂化汽油等富含烯烃的轻质烃油作为预改质原料时，为了提高汽油产率、降低汽油中的烯烃含量，应使其优先与待生催化剂或适当冷却后的半再生催化剂接触，在较缓和的条件下进行反应。因此，轻质预改质原料的油剂接触方式应根据预改质原料的性质以及改质目的确定具体的改质条件，并结合预改质原料质量流量的大小，经常规工艺计算，即可确定具体的油剂接触方式。

本发明提供的方法还可以在一定程度上优化主原料的油剂接触，主要可以采取以下几个方面的措施：

①可以将焦化蜡油、减压渣油等部分重质、劣质原料作为预改质原料，注入

  提升管下部的某一反应区，使残炭、碱性氮等杂质吸附在部分活性较低的

  待生催化剂或半再生催化剂上，使对主原料的裂化起决定作用的再生催化

  剂的活性得以维持，从而可以得到较好的重油转化能力和产品选择性。

②由于进入提升管下部各反应区的催化剂的温度和质量流量都是可以在一

  定的范围内调节的，而各反应区内的催化剂离开油剂分布器后相互混合，

  然后，与主原料接触并反应，因此，主原料的油剂接触温度和剂油比可以

  根据需要适当调整。

③由于反应物流在提升管内是以较高的速度向上流动，因此，来自油剂分布

  器不同反应区内的催化剂在与主原料接触前不可能混合得很均匀。为了解

  决这个问题，应将主原料中密度较大的石油烃由热再生催化剂一侧的喷嘴

  注入，而将主原料中密度较小的石油烃由温度较低的待生催化剂或半再生

  催化剂一侧的喷嘴注入，从而使原料油和催化剂的接触更加合理。

主原料的反应条件如下：与原料接触前的催化剂的温度应小于680℃，优选小于660℃；提升管出口温度为460～550℃，优选480～530℃；反应时间为2～10秒，优选2.5～8.0秒；高温再生剂与原料的重量比(以下简称剂油比)为3～12，优选4～10；水蒸汽与原料的重量比(以下简称水油比)为0.02～0.30，优选0.05～0.20；反应压力为130～450kPa，优选200～400kPa。

预改质原料的反应条件如下：与原料接触前的催化剂的温度为350～600℃；优选400～550℃；反应温度为300～550℃，优选350～500℃；反应时间为0.2～5秒，优选0.5～4秒；催化剂与原料的重量比为5～12，优选6～10；水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20，优选0.03～0.15；反应压力为130～450kPa，优选200～400kPa。

下面结合附图进一步说明本发明提供的方法，但并不因此而限制本发明。

现以上述第3种型式的油剂分布器为例进行说明。如图5所示，在提升管反应器1的预提升介质入口8与主原料入口18之间设置油剂分布器2。该油剂分布器由相互垂直的钢板3和钢板4构成。该油剂分布器将提升管反应器下部分隔为e、f和g三个反应区。再生催化剂经再生斜管7进入提升管下部的e区，其质量流量由滑阀14控制。汽提器中经汽提的待生催化剂分为两部分，一部分进入再生器烧焦再生，另一部分经管线9注入钢板4的下方，使待生催化剂在g区和f区内均匀分布。进入g区和f区内的待生催化剂的质量流量由滑阀16控制。焦化蜡油作为预改质原料由位于钢板4下方的进料喷嘴10注入g区和f区，并在这两个反应区内与待生催化剂均匀接触并反应。e区中的再生催化剂及g区和f区内的待生催化剂与焦化蜡油所形成的反应物流均匀地沿提升管上行，流经油剂分布器后，上述物流汇合，与经蒸汽雾化的主原料接触并反应。若焦化蜡油的质量流量较小，例如，占主原料的15重％以下，可以将焦化蜡油由预改质原料喷嘴12注入f区，与f区内的待生催化剂接触并反应。反应油气与催化剂的分离、反应产物的分离以及待生剂的汽提和再生均可按照常规的催化裂化方法进行。

如图6所示，在提升管反应器1的预提升介质入口8与主原料入口18之间设置油剂分布器2。该油剂分布器由相互垂直的钢板3和钢板4构成，钢板3和钢板4的长度是相等的。油剂分布器2将提升管反应器下部分隔为e′、f′和g′三个反应区。再生催化剂经再生斜管7进入提升管下部的e′区，其质量流量由滑阀14控制。汽提器中经汽提的待生催化剂分为两部分，一部分进入再生器烧焦再生，另一部分经管线19注入g′区，并在该区内均匀分布。经冷却的半再生催化剂经管线29注入f′区，并在该区内均匀分布。减压渣油作为重质预改质原料经喷嘴11注入g′区，与该区内的待生催化剂接触并反应。催化裂化汽油作为轻质预改质原料，经喷嘴16注入f′区，与该区内的半再生催化剂接触并反应。e′区内的再生催化剂、f′区内半再生催化剂和催化裂化汽油所形成的反应物流以及g′区内待生催化剂和减压渣油所形成的反应物流在各自的反应区内沿提升管上行，流经油剂分布器后，上述物流汇合，并与经蒸汽雾化的主原料接触并反应。反应油气与催化剂的分离、反应产物的分离以及待生剂的汽提和再生均可按照常规的催化裂化方法进行。

本发明提供的方法与现有技术相比具有如下特点：(1)本发明使用的油剂分布器结构简单，易于制造和安装。(2)本发明对催化裂化装置的提升管反应器的改动比较小，因此，仅需投入少量的改造资金即可使本发明提供的方法得以实施。(3)本发明将提升管反应器的下部分隔为多个反应区，并在各反应区设置相应的预改质原料喷嘴和催化剂入口，可以根据石油烃的物化性质选择适宜的油剂接触方式和条件，增强了催化裂化装置的操作灵活性。(4)由于本发明提供的方法可以灵活地调节油剂接触方式，为不同性质的石油烃创造最为适宜的反应条件，因此，能够起到改善催化裂化装置产品产率和产品质量的作用，为炼油企业经济效益的提高创造有利条件。

下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此而限制本发明。实施例中所使用的催化剂的性质列于表1，该催化剂由中国石油化工集团公司齐鲁催化剂厂生产的，商品牌号为DVR-1。实施例中所用原料油的性质列于表2。

                            实施例

该实施例是本发明提供方法的工业试验结果，以说明本发明提供的催化裂化油剂接触方法具有较好的实施效果。

本次试验是在一套处理量为200万吨/年的提升管催化裂化装置上进行的。该装置的提升管反应器的内径为1.3米。该装置所加工的原料油为蜡油和减压渣油，减压渣油作为预改质原料，它与主原料(蜡油)的质量流量之比为0.67。蜡油和减压渣油的性质见表2。所使用的催化剂为DVR-1，其性质见表1。

试验步骤如下：如图5所示，在提升管反应器内部的预提升介质入口8上方与催化裂化原料油入口18下方之间设置油剂分布器2。该油剂分布器2将提升管反应器下部分割为平行于轴向的三个反应区e、f和g。再生剂经再生斜管7进入e区，待生剂经管线9进入f和g区。预热后的减压渣油由喷嘴10注入反应器，与待生催化剂接触并发生反应。上述各物流在各自的反应区内沿提升管上行。离开油剂分布器后，各物流汇合，并继续沿提升管上行。预热后的蜡油由主原料喷嘴18注入提升管，与催化剂接触并发生反应。分离反应产物和待生剂。反应油气送入后续分离系统，进一步分离为汽油、柴油、液化气等各种产品。待生剂进入汽提器，经水蒸气汽提后，一部分送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器的e区；另一部分待生剂返回到f区和g区。在试验过程中，有关产品的计量和产品分布的计算按照常规的催化裂化方法进行。主要操作条件和产品分布见表3。

                            对比例

该对比例是采用与上述实施例相同的原料油和催化剂，在200万吨/年的提升管催化裂化装置上进行试验。该装置的提升管反应器的内部未设置油剂分布器，其内径为1.3米。

在试验过程中，蜡油和减压渣油充分混合后，经预热、雾化，注入提升管反应器，与高温再生剂接触并反应。反应物流沿提升管上行，并在提升管出口处实现油气和催化剂的分离。反应油气送入后续分离系统，进一步分离为汽油、柴油、液化气等各种产品。待生剂落入汽提器，经水蒸气汽提后，送入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。在试验过程中，有关产品的计量和产品分布的计算按照常规的催化裂化方法进行。主要操作条件和产品分布见表3。

由表3可以看出，采用本发明提供的油剂接触方法后，实施例的产品分布情况得到明显改善。具体表现为：转化率提高；干气和焦炭产率降低；高价值产品(汽油+柴油+液化气)收率提高。

表1

催化剂	DVR-1
		化学组成，重％
氧化铝	48.1
		氧化稀土	2.3
氧化钠	0.084
		表观密度，千克/米3	0.66
孔体积，毫升/克	284
		比表面积，米2/克	0.38
磨损指数，重％时-1	1.5
		筛分组成，重％
0～40微米	19.5
		40～80微米	42.5
＞80微米	38.0
		水热老化条件	800℃，17小时，100％水蒸汽
微反活性	62

表2

原料油	蜡油	减压渣油
			密度(20℃)，g/cm3	0.8730	0.9724
粘度mm2/s(100℃)	8.04	/
			碱性氮，ppm	340	/
残炭，重％	0.15	16.0
			碳，重％	86.5	85.88
氢，重％	13.24	11.34
			硫，重％	0.073	3.01
氮，重％	0.10	0.95
			馏程，℃
初馏点	346	368
			10％	411	495
30％	437	/
			50％	462	/
70％	489	/
			90％	523	/
干点	546	/

表3

项目	实施例	对比例
			进料方式：主原料喷嘴预改质原料喷嘴	蜡油减压渣油	蜡油+减压渣油/
预改质原料的反应条件：反应压力，MPa与原料接触前催化剂温度，℃反应温度，℃催化剂与原料的重量比反应时间，s水蒸气与原料的重量比	0.2250048040.50.20	///////
			主原料的反应条件：反应压力，MPa与原料接触前催化剂温度，℃反应温度，℃催化剂与原料的重量比反应时间，s水蒸气与原料的重量比	0.2264050063.20.1	混合原料反应条件：0.2264050063.20.1
产物分布，m％干  气液态烃汽  油柴  油油  浆焦  炭损  失合  计	3.3410.4245.3427.704.059.120.03100.00	3.739.5243.0128.834.7910.090.03100.00

Claims (10)

1、一种催化裂化油剂接触方法，其特征在于在提升管反应器内部的预提升介质入口处至主原料入口处之间设置油剂分布器，将提升管反应器的下部分隔为平行于轴向的2～4个反应区，并在各反应区设置相应的催化剂入口和预改质原料喷嘴；来自再生器的高温再生剂、冷却后的半再生剂和/或来自汽提段的待生剂分别进入不同的反应区；预改质原料注入其中的1个、2个或3个反应区，与反应区内的催化剂接触并进行反应；反应后的物流以及其它反应区内未参与反应的催化剂在各自的反应区内沿提升管上行，在油剂分布器出口处汇合后，与经蒸汽雾化的主原料接触并发生反应；分离反应产物，并对待生剂进行汽提和再生，使上述油剂接触过程循环进行。

2、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的5～25％；该油剂分布器由一块或多块平直的或弯曲的钢板构成，其中：

由一块钢板构成的，该钢板的两条边沿轴向固定于提升管内壁；

由多块钢板构成的，将不同钢板的一条边沿轴向相互固定在一起，另一条边固定于提升管内壁；或者将一块钢板的两条边均沿轴向固定于提升管内壁，其余钢板的一条边沿轴向固定在前述钢板上，而其余的边沿轴向固定于提升管内壁；或者将不同钢板的两条边均沿轴向分别固定于提升管内壁；

构成油剂分布器的多块钢板，其高度可以相同，也可以不同；其上端标高可以相同，也可以不同；其下端标高可以相同，也可以不同。

3、按照权利要求2所述的方法，其特征在于所述的油剂分布器的高度占提升管反应器总长度的7～20％。

4、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的预改质原料选自：焦化蜡油、减压渣油、减粘裂化汽油、催化裂化汽油、催化裂化液化气、直馏汽油、加氢精制汽油、加氢裂化汽油、重整抽余油、焦化汽油中的一种或一种以上的混合物。

5、按照权利要求1或4所述的方法，其特征在于所述的预改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度为350～600℃，反应温度为300～550℃，反应时间为0.2～5秒，催化剂与原料的重量比为5～12，水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.20，反应压力为130～450kPa。

6、按照权利要求5所述的方法，其特征在于所述的预改质原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度为400～550℃，反应温度为350～500℃，反应时间0.5～4秒，催化剂与原料的重量比为6～10，水蒸汽与原料的重量比为0.03～0.15，反应压力为200～400kPa。

7、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的主原料选自：直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油或常压渣油中的一种或一种以上的混合物。

8、按照权利要求1或7所述的方法，其特征在于所述的主原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应小于680℃，提升管出口温度为460～550℃，反应时间为2～10秒，剂油比为3～12，水蒸汽与原料的重量比为0.02～0.30，反应压力为130～450kPa。

9、按照权利要求8所述的方法，其特征在于所述的主原料的反应条件为：与原料接触前的催化剂的温度应小于660℃，提升管出口温度为480～530℃，反应时间为2.5～8.0秒，剂油比为4～10，水蒸汽与原料的重量比为0.05～0.20，反应压力为200～400kPa。

10、按照权利要求1所述的方法，其特征在于所述的预改质原料与主原料的质量流量之比为0.1～1.0。

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