一种催化转化方法及催化转化装置转让专利
申请号 : CN200510017745.X
文献号 : CN1888025B
文献日 : 2010-04-21
发明人 : 石宝珍
申请人 : 洛阳石化设备研究所
摘要 :
一种催化转化方法及催化转化装置，属于石油烃类催化转化技术领域。本发明方法在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，使经过汽油反应器后的催化剂进入重油反应器，与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应。本发明装置在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器之间设催化剂输送管。利用本发明能提高催化裂化收率，改善产品质量，特别是降低汽油烯烃含量。
权利要求 :
1.一种催化转化方法，其特征在于，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，使经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加重油反应；经过汽油反应器后的催化剂部分回流至汽油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加汽油反应。
2.如权利要求1所述的方法，其特征在于，经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器中部、部分进入重油反应器底部与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应。
3.如权利要求2所述的方法，其特征在于，经过汽油反应器后的催化剂20-50％进入重油反应器中部、50-80％进入重油反应器底部。
4.实现权利要求1所述方法的催化转化装置，其特征在于，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器底部之间设催化剂输送管；汽油沉降器与汽油反应器之间设有催化剂回流管。
5.如权利要求4所述的装置，其特征在于，汽油反应沉降器与重油反应器中部之间设催化剂输送管。
6.如权利要求5所述的装置，其特征在于，汽油反应器、重油反应器为常规提升管或者中部扩径的提升管。
7.如权利要求6所述的装置，其特征在于，汽油反应沉降器后设催化剂汽提器。
说明书 :
技术领域
本发明属于石油烃类催化转化技术领域，特别涉及一种能提高催化裂化收率、改善产品质量、特别是降低汽油烯烃含量的催化转化方法及装置。
背景技术
催化裂化是石油重质馏分重要的二次加工手段。尤其在中国，约80％的汽油来自催化裂化装置。如何提高催化裂化装置的效率，改进产品质量十分重要。常规催化裂化方法和装置使用提升管反应器，其反应过程存在明显的不足。首先是再生剂温度较高，限制了反应剂油比和重油预热温度；其次是提升管反应器后半部效率较低；另外，催化裂化装置的产品质量并不理想，尤其是汽油烯烃含量大多在45～55(v)％，不符合环保要求。
提升管反应器后半部效率低的重要原因是催化剂失活。为了提高重质原料油在催化裂化提升管反应器中的反应效率，相继出现了多种提高反应器后半部催化剂活性的发明。中国专利CN1302843A提出了催化剂接力方案，即在提升管中部进行催化剂置换，将反应过的催化剂全部分离出，置换成高活性、经降温处理的低温再生催化剂，使提升管后半段完全恢复到前半段的效率。中国专利申请99109193.0、02149313.8和200410060430.9则提出了折中方案，在提升管反应器下部反应过的低活性催化剂并不置换出，仅通过向提升管中部补充部分高活性、低温催化剂，从而适当的提高反应器后半部的效率。
为了改善催化剂与重质原料油接触状态，降低接触温度，提高剂油比，UOP公司在NPRA2004会议上提出了RxCAT技术。其实质是从汽提段将部分反应后的低温待生催化剂引回到提升管底部，与高温再生剂混合，使再生剂的温度降低，再与重油接触反应。但由于重油反应后的待生催化剂活性已很低，在降低催化剂温度、提高剂油比的同时，也降低了催化剂的活性。
美国专利USP3784463及中国专利申请02116786.9、02139064.9和02123817.0提出了另建提升管反应器，使汽油在单独的提升管内再进行催化转化反应的方法。其好处是可以大幅度降低汽油烯烃含量，或转化为低炭烯烃，形成化工原料。汽油反应反应热较少，生焦也很少，反应过的催化剂仍有较高的活性。但在现有汽油反应过程中，一方面因汽油直接与高温再生剂接触，反应过程温差较大，致使产品选择性变差；另一方面反应后低温、低含炭、高活性的催化剂并未得到很好的利用，而是直接送入了再生器，反而对再生不利。
提升管反应器后半部效率低的重要原因是催化剂失活。为了提高重质原料油在催化裂化提升管反应器中的反应效率，相继出现了多种提高反应器后半部催化剂活性的发明。中国专利CN1302843A提出了催化剂接力方案，即在提升管中部进行催化剂置换，将反应过的催化剂全部分离出，置换成高活性、经降温处理的低温再生催化剂，使提升管后半段完全恢复到前半段的效率。中国专利申请99109193.0、02149313.8和200410060430.9则提出了折中方案，在提升管反应器下部反应过的低活性催化剂并不置换出，仅通过向提升管中部补充部分高活性、低温催化剂，从而适当的提高反应器后半部的效率。
为了改善催化剂与重质原料油接触状态，降低接触温度，提高剂油比，UOP公司在NPRA2004会议上提出了RxCAT技术。其实质是从汽提段将部分反应后的低温待生催化剂引回到提升管底部，与高温再生剂混合，使再生剂的温度降低，再与重油接触反应。但由于重油反应后的待生催化剂活性已很低，在降低催化剂温度、提高剂油比的同时，也降低了催化剂的活性。
美国专利USP3784463及中国专利申请02116786.9、02139064.9和02123817.0提出了另建提升管反应器，使汽油在单独的提升管内再进行催化转化反应的方法。其好处是可以大幅度降低汽油烯烃含量，或转化为低炭烯烃，形成化工原料。汽油反应反应热较少，生焦也很少，反应过的催化剂仍有较高的活性。但在现有汽油反应过程中，一方面因汽油直接与高温再生剂接触，反应过程温差较大，致使产品选择性变差；另一方面反应后低温、低含炭、高活性的催化剂并未得到很好的利用，而是直接送入了再生器，反而对再生不利。
发明内容
本发明目的在于提供一种既实现重质原料油与汽油分开反应改进目的产品品质、又通过汽油反应后的催化剂再利用实现原料油和汽油低接触温度、大剂油比反应条件从而提高装置总收率的催化转化方法及催化转化装置。
为达上述目的，本发明采用如下技术方案：一种催化转化方法，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，使经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加重油反应；经过汽油反应器后的催化剂部分回流至汽油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加汽油反应。
经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器中部、部分进入重油反应器底部与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应。
经过汽油反应器后的催化剂20-50％进入重油反应器中部、50-80％进入重油反应器底部。
一种催化转化装置，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器底部之间设催化剂输送管；汽油沉降器与汽油反应器之间设有催化剂回流管。
汽油反应沉降器与重油反应器中部之间设催化剂输送管。
汽油反应器、重油反应器为常规提升管或者中部扩径的提升管。
汽油反应沉降器后设催化剂汽提器。
本发明装置包括两个反应系统-重油反应系统(包括重油反应器，反应沉降器，催化剂汽提器，待生催化剂立管)和汽油反应系统(包括汽油反应器，反应沉降器，催化剂回流管)，两个反应系统共用一套催化剂再生系统(包括再生器，再生立管)。同时，本发明包括两种流程-催化剂完全串接流程和催化剂分路混合流程。
在本发明的催化剂完全串接流程中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管在重油进入口下方进入重油反应器；同时，经过汽油反应器反应后的低温催化剂从汽油沉降器或汽油反应器引出段经接力输送管进入重油反应器底部，在与重油接触前先与再生催化剂混合，形成温度比再生催化剂低的催化剂物流；重油在反应器下部进入重油反应器，与混合后的催化剂接触并沿反应器上行，同时进行催化裂化反应，然后反应油气与待生催化剂一起进入重油反应沉降器；在沉降器分离出催化剂后，反应油汽经管线排出；分离出的催化剂在汽提器内被蒸汽置换出所夹带油气后，经待生立管返回再生器。该流程中，与经再生立管进入汽油反应器等量的催化剂，在完成汽油反应后，全部经接力输送管送入重油反应器底部，参加重油反应。
在本发明的催化剂分路混合流程中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管在重油进入口下方进入重油反应器；同时，经过汽油反应器反应后的低温催化剂从汽油沉降器引出，一部分经接力输送管进入重油反应器底部，与再生催化剂混合，形成温度比再生催化剂低的催化剂物流，另一部分经第二个接力输送管送入重油反应器中部；重油在反应器下部进入反应器，与混合后的催化剂接触并沿反应器边反应边上行，在反应器中部再与经第二个接力输送管进入的来自汽油反应沉降器的催化剂混合，提高活性，进一步进行催化裂化反应；然后反应油气与待生催化剂一起进入重油反应沉降器；在沉降器分离出催化剂后，反应油汽经管线排出；分离出的催化剂在汽提器内被蒸汽置换出所夹带油气后，最后经待生立管返回再生器。该流程中，经再生立管进入汽油反应器的催化剂，在完成汽油反应后，分成两路送入重油反应器，参加重油反应。
本发明的汽油反应过程为：再生催化剂经立管在汽油进入口下方进入汽油反应器，与从汽油反应沉降器回流的低温催化剂混合，形成500～620℃左右的催化剂；汽油在反应器下部进入反应器，与混合后的催化剂接触，并上行，进行催化转化反应；反应油气在汽油沉降器内分离出催化剂后，排出反应系统；反应后的催化剂则经接力输送管送入重油反应器。
本发明的汽油反应器上设置的催化剂回流管，使部分反应后的催化剂从汽油沉降器回流到汽油反应器的底部，调节其中催化剂温度和反应剂油比。再生器内催化剂经不同的管道(再生立管)进入两个反应器，但经一个共同管道(待生立管)返回再生器，实现催化剂在两个反应系统完全共用。
本发明的重油反应条件为：反应温度(反应器出口)480-550℃，剂油比8-12，油气在反应器内的平均停留时间3-8秒。汽油反应条件为：反应温度(出口)380-520℃，反应前催化剂混合温度500-620℃，反应剂油比6-12，油气在反应器内的平均停留时间3-6秒。
本发明的重油和汽油两套反应系统，使重质原料油和汽油分别在各自的反应器内，按各自要求的反应条件进行催化转化，反应油气经各自的管线排出，互不影响；汽油反应后的催化剂不再直接进入再生器，而是全部进入重油反应器，实现催化剂在两个反应系统完全共用；无需使再生催化剂与其他介质换热或降温，即可实现低接触温度、大剂油比反应工况；无需特殊的再生方式，使用简单的常规再生器即可。本发明能使重油反应剂油比提高30-50％，转化率提高3-5个百分点；使汽油反应剂油比提高50-150％，汽油烯烃含量降低至20％(v)以下，辛烷值增加一个单位。
为达上述目的，本发明采用如下技术方案：一种催化转化方法，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，使经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加重油反应；经过汽油反应器后的催化剂部分回流至汽油反应器底部，与来自再生器的再生催化剂混合使再生催化剂降温后参加汽油反应。
经过汽油反应器后的催化剂部分进入重油反应器中部、部分进入重油反应器底部与来自再生器的再生催化剂混合参加重油反应。
经过汽油反应器后的催化剂20-50％进入重油反应器中部、50-80％进入重油反应器底部。
一种催化转化装置，在重油反应-再生装置的重油反应器旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器，汽油反应器出口设有沉降器，汽油反应沉降器与重油反应器底部之间设催化剂输送管；汽油沉降器与汽油反应器之间设有催化剂回流管。
汽油反应沉降器与重油反应器中部之间设催化剂输送管。
汽油反应器、重油反应器为常规提升管或者中部扩径的提升管。
汽油反应沉降器后设催化剂汽提器。
本发明装置包括两个反应系统-重油反应系统(包括重油反应器，反应沉降器，催化剂汽提器，待生催化剂立管)和汽油反应系统(包括汽油反应器，反应沉降器，催化剂回流管)，两个反应系统共用一套催化剂再生系统(包括再生器，再生立管)。同时，本发明包括两种流程-催化剂完全串接流程和催化剂分路混合流程。
在本发明的催化剂完全串接流程中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管在重油进入口下方进入重油反应器；同时，经过汽油反应器反应后的低温催化剂从汽油沉降器或汽油反应器引出段经接力输送管进入重油反应器底部，在与重油接触前先与再生催化剂混合，形成温度比再生催化剂低的催化剂物流；重油在反应器下部进入重油反应器，与混合后的催化剂接触并沿反应器上行，同时进行催化裂化反应，然后反应油气与待生催化剂一起进入重油反应沉降器；在沉降器分离出催化剂后，反应油汽经管线排出；分离出的催化剂在汽提器内被蒸汽置换出所夹带油气后，经待生立管返回再生器。该流程中，与经再生立管进入汽油反应器等量的催化剂，在完成汽油反应后，全部经接力输送管送入重油反应器底部，参加重油反应。
在本发明的催化剂分路混合流程中，重油反应过程为：再生催化剂经再生立管在重油进入口下方进入重油反应器；同时，经过汽油反应器反应后的低温催化剂从汽油沉降器引出，一部分经接力输送管进入重油反应器底部，与再生催化剂混合，形成温度比再生催化剂低的催化剂物流，另一部分经第二个接力输送管送入重油反应器中部；重油在反应器下部进入反应器，与混合后的催化剂接触并沿反应器边反应边上行，在反应器中部再与经第二个接力输送管进入的来自汽油反应沉降器的催化剂混合，提高活性，进一步进行催化裂化反应；然后反应油气与待生催化剂一起进入重油反应沉降器；在沉降器分离出催化剂后，反应油汽经管线排出；分离出的催化剂在汽提器内被蒸汽置换出所夹带油气后，最后经待生立管返回再生器。该流程中，经再生立管进入汽油反应器的催化剂，在完成汽油反应后，分成两路送入重油反应器，参加重油反应。
本发明的汽油反应过程为：再生催化剂经立管在汽油进入口下方进入汽油反应器，与从汽油反应沉降器回流的低温催化剂混合，形成500～620℃左右的催化剂；汽油在反应器下部进入反应器，与混合后的催化剂接触，并上行，进行催化转化反应；反应油气在汽油沉降器内分离出催化剂后，排出反应系统；反应后的催化剂则经接力输送管送入重油反应器。
本发明的汽油反应器上设置的催化剂回流管，使部分反应后的催化剂从汽油沉降器回流到汽油反应器的底部，调节其中催化剂温度和反应剂油比。再生器内催化剂经不同的管道(再生立管)进入两个反应器，但经一个共同管道(待生立管)返回再生器，实现催化剂在两个反应系统完全共用。
本发明的重油反应条件为：反应温度(反应器出口)480-550℃，剂油比8-12，油气在反应器内的平均停留时间3-8秒。汽油反应条件为：反应温度(出口)380-520℃，反应前催化剂混合温度500-620℃，反应剂油比6-12，油气在反应器内的平均停留时间3-6秒。
本发明的重油和汽油两套反应系统，使重质原料油和汽油分别在各自的反应器内，按各自要求的反应条件进行催化转化，反应油气经各自的管线排出，互不影响；汽油反应后的催化剂不再直接进入再生器，而是全部进入重油反应器，实现催化剂在两个反应系统完全共用；无需使再生催化剂与其他介质换热或降温，即可实现低接触温度、大剂油比反应工况；无需特殊的再生方式，使用简单的常规再生器即可。本发明能使重油反应剂油比提高30-50％，转化率提高3-5个百分点；使汽油反应剂油比提高50-150％，汽油烯烃含量降低至20％(v)以下，辛烷值增加一个单位。
附图说明
图1为实施例1中催化剂完全串联流程催化转化装置结构示意图；
图2为实施例2中催化剂分路混合流程催化转化装置结构示意图；
图3为实施例3中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图；
图4为实施例4中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图；
图5为实施例5中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图。
图中编号标记内容如下：10-重油反应器；11重油；12汽油反应后的催化剂入口；13催化剂提升介质；14、14B催化剂输送管；16、16B汽油待生剂滑阀；15重油入口；30重油反应沉降器；31气固分离器；32油气管线；50重油催化剂汽提器；20汽油反应器；201汽油提升管气化段；202汽油流化床脱硫段；21汽油；22汽油反应后的催化剂入口；23催化剂提升介质；24催化剂回流管；25滑阀；26汽油入口；40汽油反应沉降器；41气固分离器；42油气管线；60汽油催化剂汽提器；70再生器；71A、71B再生立管；73A、73B再生滑阀；75空气；80待生立管。
图2为实施例2中催化剂分路混合流程催化转化装置结构示意图；
图3为实施例3中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图；
图4为实施例4中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图；
图5为实施例5中汽油反应系统不设汽提器的催化转化装置结构示意图。
图中编号标记内容如下：10-重油反应器；11重油；12汽油反应后的催化剂入口；13催化剂提升介质；14、14B催化剂输送管；16、16B汽油待生剂滑阀；15重油入口；30重油反应沉降器；31气固分离器；32油气管线；50重油催化剂汽提器；20汽油反应器；201汽油提升管气化段；202汽油流化床脱硫段；21汽油；22汽油反应后的催化剂入口；23催化剂提升介质；24催化剂回流管；25滑阀；26汽油入口；40汽油反应沉降器；41气固分离器；42油气管线；60汽油催化剂汽提器；70再生器；71A、71B再生立管；73A、73B再生滑阀；75空气；80待生立管。
具体实施方式
180-250℃的重油被喷嘴雾化后，经入口进入提升管反应器，与550-650℃左右的催化剂混合后被气化，以10m/s(米/秒，下同)左右的流速沿提升管向上流动，在480-550℃温度环境下，经3-8s(秒，下同)时间完成反应后，进入沉降器，被气固分离器分离出催化剂，油气经油气管线流出装置；40-70℃的汽油经入口进入汽油反应器，与550℃左右的催化剂接触，气化后以7-15m/s的速度边向上流动边反应，在400-500℃温度、剂油比6-12环境下，经3-8s时间完成反应后，进入沉降器，被气固分离器分离出催化剂，经油气管线流出装置；再生器内700℃左右的再生催化剂分别经立管71A、71B进入反应器底部，完成反应后，经重油反应器进入重油沉降器，进行气固分离，分离出的催化剂则在汽提器内与蒸汽接触，置换出夹带的油气，然后经待生立管80进入再生器，与空气接触在660-720℃温度下进行再生，完成循环。进入汽油反应器的催化剂，完成反应后，不进入再生器，而是经催化剂(接力)输送管14送入重油反应器，汽油反应后的催化剂可经单独的汽提后再进入重油反应器，也可以不经汽提，直接进入重油反应器。反应温度由滑阀73A、73B控制；汽油反应器中反应前催化剂的温度由滑阀25控制。
根据本发明，可以形成多种具体的催化转化方法：(1)汽油和重油反应器使用常规提升管，汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部，参与整个重油反应过程。(2)汽油和重油反应器使用常规提升管，汽油反应后的催化剂分成两部分，一部分进入重油提升管底部，参与整个重油反应过程；另一部分在重油提升管中部进入重油提升管，参与后半部分重油反应。(3)在以上实施例中，重油提升管中部改为流化床形式。需要在中部补充汽油反应后的催化剂时，补充催化剂在该流化床区进入。(4)在有脱硫要求时，汽油反应器由提升管形式的气化段和中部的流化床脱硫段组成。(5)在以上各方式中，汽油反应系统可不设汽提器，汽油反应后的催化剂直接进入重油反应器。
本发明具体应用实例如下：
实施例1、反应物料为：管输常压重油，100t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油；重油预热220℃，汽油40℃；反应器为提升管形式；重油分四路进入提升管，汽油分两路进入反应器；重油反应温度500℃，反应时间2.5s，汽油反应温度430℃，反应时间3s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，汽油反应器内反应前催化剂温度550℃；再生温度690℃；本实施例中，汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部；汽油反应后的催化剂经汽提后进入重油提升管。
本实施例采用装置见图1。该装置中，在重油反应-再生装置的重油反应器10旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器20，汽油反应器20出口设有沉降器40，汽油反应沉降器40与重油反应器10底部之间设催化剂输送管14。汽油沉降器40下部的气提器60与汽油反应器20底部之间设催化剂回流管24。汽油反应器20、重油反应器10为常规提升管。41为气固分离器。
对比例：采用已有的独立的双提升管反应技术，汽油反应后的催化剂直接进入再生器。重油反应部分与本发明实施例不同的是，重油反应仅与高温再生催化剂接触。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应。
对比反应结果在表1中给出。可以看出，在相同的反应条件下，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.4个百分点，生成汽油烯烃降低8个百分点；汽油再反应结果与已有技术比，烯烃含量低20％，硫含量低10％。
实施例2、反应物料为：大庆常压重油，100t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油；重油预热220℃，汽油40℃；重油反应器为提升管形式，汽油反应器为提升管气化段和流化床串联形式；重油分四路进入提升管，汽油分两路进入反应器；重油反应温度500℃，反应时间2.5s；汽油反应温度400℃，反应时间6s，其中汽油在气化段停留时间0.5s，在中部流化床内的停留时间4s，在流化床上方的提升管内停留时间1.5s在；流化床内油气表观流速1.5m/s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，汽油反应器内反应前催化剂温度550℃；再生温度690℃；汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部；汽油反应后的催化剂经汽提后进入重油提升管。
本实施例采用装置见图2。该装置中，汽油反应沉降器40下部的气提器60与重油反应器10底部之间设催化剂输送管14，催化剂输送管14上端与重油反应器10反应段之间设有催化剂输送分管14B。其他同实施例1。
对比例：重油反应部分与实施例不同的是，重油反应仅与高温再生催化剂接触。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应，反应器为已有技术中的提升管形式，反应时间3s。
对比结果见表2。从表2数据可以看出，在相同的反应条件下，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.4个百分点，汽油烯烃降低5个百分点；汽油再反应后，烯烃含量可以低30％，硫含量从600ppm降至220ppm，降低63％。
实施例3、本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接。其他同实施例1。
实施例4，本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接。其他同实施例2。
实施例5、本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接，汽油反应器改质段202采用流化床结构。其他同实施例3。
表1、实施例1方案与已有技术对比
表2、实施例2方案与已有技术对比
根据本发明，可以形成多种具体的催化转化方法：(1)汽油和重油反应器使用常规提升管，汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部，参与整个重油反应过程。(2)汽油和重油反应器使用常规提升管，汽油反应后的催化剂分成两部分，一部分进入重油提升管底部，参与整个重油反应过程；另一部分在重油提升管中部进入重油提升管，参与后半部分重油反应。(3)在以上实施例中，重油提升管中部改为流化床形式。需要在中部补充汽油反应后的催化剂时，补充催化剂在该流化床区进入。(4)在有脱硫要求时，汽油反应器由提升管形式的气化段和中部的流化床脱硫段组成。(5)在以上各方式中，汽油反应系统可不设汽提器，汽油反应后的催化剂直接进入重油反应器。
本发明具体应用实例如下：
实施例1、反应物料为：管输常压重油，100t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油；重油预热220℃，汽油40℃；反应器为提升管形式；重油分四路进入提升管，汽油分两路进入反应器；重油反应温度500℃，反应时间2.5s，汽油反应温度430℃，反应时间3s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，汽油反应器内反应前催化剂温度550℃；再生温度690℃；本实施例中，汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部；汽油反应后的催化剂经汽提后进入重油提升管。
本实施例采用装置见图1。该装置中，在重油反应-再生装置的重油反应器10旁并联一个与其共用再生装置的汽油反应器20，汽油反应器20出口设有沉降器40，汽油反应沉降器40与重油反应器10底部之间设催化剂输送管14。汽油沉降器40下部的气提器60与汽油反应器20底部之间设催化剂回流管24。汽油反应器20、重油反应器10为常规提升管。41为气固分离器。
对比例：采用已有的独立的双提升管反应技术，汽油反应后的催化剂直接进入再生器。重油反应部分与本发明实施例不同的是，重油反应仅与高温再生催化剂接触。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应。
对比反应结果在表1中给出。可以看出，在相同的反应条件下，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.4个百分点，生成汽油烯烃降低8个百分点；汽油再反应结果与已有技术比，烯烃含量低20％，硫含量低10％。
实施例2、反应物料为：大庆常压重油，100t/h重油，汽油进料为重油反应自产汽油；重油预热220℃，汽油40℃；重油反应器为提升管形式，汽油反应器为提升管气化段和流化床串联形式；重油分四路进入提升管，汽油分两路进入反应器；重油反应温度500℃，反应时间2.5s；汽油反应温度400℃，反应时间6s，其中汽油在气化段停留时间0.5s，在中部流化床内的停留时间4s，在流化床上方的提升管内停留时间1.5s在；流化床内油气表观流速1.5m/s；重油提升管反应前催化剂混合温度620℃，汽油反应器内反应前催化剂温度550℃；再生温度690℃；汽油反应后的催化剂全部进入重油提升管底部；汽油反应后的催化剂经汽提后进入重油提升管。
本实施例采用装置见图2。该装置中，汽油反应沉降器40下部的气提器60与重油反应器10底部之间设催化剂输送管14，催化剂输送管14上端与重油反应器10反应段之间设有催化剂输送分管14B。其他同实施例1。
对比例：重油反应部分与实施例不同的是，重油反应仅与高温再生催化剂接触。汽油反应部分与实施例不同的是，来自再生器的高温催化剂直接与汽油接触反应，反应器为已有技术中的提升管形式，反应时间3s。
对比结果见表2。从表2数据可以看出，在相同的反应条件下，本发明的重油反应液体产品收率增加了1.4个百分点，汽油烯烃降低5个百分点；汽油再反应后，烯烃含量可以低30％，硫含量从600ppm降至220ppm，降低63％。
实施例3、本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接。其他同实施例1。
实施例4，本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接。其他同实施例2。
实施例5、本实施例装置中，催化剂输送管14上端直接与汽油反应沉降器40下部连接，汽油反应器改质段202采用流化床结构。其他同实施例3。
表1、实施例1方案与已有技术对比
表2、实施例2方案与已有技术对比