CN1151236C - 利用供氢组分降低汽油烯烃含量的催化转化方法 - Google Patents

Abstract

一种利用供氢组分降低汽油烯烃含量的催化转化方法，是使烃类原料、供氢组分及催化剂在催化裂化反应器中混合并反应，分离反应后的油气和催化剂，油气送至后续分离***，反应后积炭的催化剂经汽提、再生后，送至反应器循环使用。采用该方法可使汽油烯烃含量降低10个单位以上，且产品分布和产品性质也可以得到改善。

Description

利用供氢组分降低汽油烯烃含量的催化转化方法

本发明属于石油烃的催化转化方法，更具体地说，是一种利用供氢组分降低汽油烯烃含量的催化转化方法。

我国国民经济的持续快速发展带动了汽车工业的发展，同时也带来了汽车排放污染等问题。据统计，空气中大约63％的CO、50％的NO_X和73％的烃类来自汽车排放，因此，汽车有害物的排放已成为空气的主要污染源之一。为了保护和改善环境，降低汽车排放污染，我国环保总局于1999年6月颁布了《车用汽油有害物质控制标准》。该标准要求汽油的硫含量不大于0.08重％，苯含量不大于2.5v％，芳烃含量不大于40v％，烯烃含量不大于35v％。

根据我国炼化企业现有的装置和技术水平，生产和供应符合上述法规要求的汽油燃料还存在一定困难，尤其是汽油的烯烃含量难以降至35v％以下。主要原因在于，我国车用汽油中催化裂化汽油占85％左右，而催化裂化汽油是一种富含烯烃的汽油馏分，其烯烃含量一般为40～70v％。使得我国车用汽油的烯烃含量一般大于40v％，难以满足环保方面的要求。因此，降低催化裂化汽油烯烃含量是解决车用汽油烯烃含量问题的关键所在。

近年来，“降低催化裂化汽油的烯烃含量”已成为催化裂化领域的研究热点之一。人们从催化剂、工艺条件以及设备结构等方面进行了广泛的研究和探索，有关的文献报道也比较多。

CN1323069A批露了一种比较典型的降低汽油烯烃含量的方法。该方法所采用的反应器是中部直径扩大了的提升管反应器。正是由于反应器中部扩径，延长了反应油气和催化剂的接触时间，为石油烃的氢转移、异构化等二次反应创造了条件，因而可明显降低汽油的烯烃含量。但由于该方法在设备方面的改动较大，使其实施受到一定的局限。

USP4871699公开了一种借助于供氢组分改善催化裂化产品分布的方法。该方法是利用四氢化萘、二氢化蒽等供氢组分汽提反应后已积有一定量焦炭的待生催化剂，使待生催化剂上所吸附的一部分焦炭前身物脱离催化剂表面，并与汽提蒸汽一起进入反应油气中。采用该方法可降低焦炭产率、并提高目的产品收率。

USP4802971披露了一种在提升管反应器中引入碳氢碎片的催化裂化方法。该方法是使富氢原料，例如，来自催化装置的C1～C5石油烃，在提升管底部进行热裂化和/或催化裂化反应，生成含有氢或碳氢碎片的气态物流，经减粘裂化等过程处理后的重质烃油从富氢原料进料口以上位置注入提升管，在催化剂、氢和碳氢碎片的存在下进行反应。该方法可有效地提高汽油产率及其辛烷值。

USP4035285是在分子筛催化剂的存在下，小分子碳氢碎片与重质石油烃一起进行催化裂化反应，小分子碳氢碎片用以改善重质石油烃的裂化性能。该方法不仅可提高汽油产率，还可以降低汽油中硫、氮等杂质的含量等。

USP5152883和USP5770043是使烃类原料首先进行催化裂化反应，分离反应产物，并将柴油馏分以上的重质石油产品送至加氢装置进行加氢处理，加氢生成油中汽油馏分以上的重质馏分送回催化裂化装置再次裂化。该方法主要用以生产高辛烷值汽油和低碳烯烃。

USP5944982采用双提升管反应器进行催化裂化反应，新鲜原料油在一根提升管中进行反应，而另一根提升管用来裂化加氢后的循环油，所述循环油中至少含有一部分轻循环油。该专利的发明人认为，采用单独的提升管反应器裂化加氢后的循环油可明显改善产品分布和产品性质；而采用常规的提升管反应器、将加氢后的循环油与新鲜原料混合掺炼时，上述有益效果并不明显。

综上所述，现有技术中虽然提供了一些降低催化裂化汽油烯烃含量的方法，也介绍了在催化裂化装置中引入供氢组分、改善产品分布和产品性质的方法，但利用供氢组分降低汽油烯烃含量的方法在现有技术中尚未涉及。

本发明的目的就在于提供一种利用供氢组分降低催化裂化汽油烯烃含量的方法。

本发明提供的方法如下：烃类原料、供氢组分及催化剂在催化裂化反应器中充分混合并反应，分离反应后的油气和催化剂，油气送至后续分离***，反应后积炭的催化剂经汽提、再生后，送至反应器循环使用。

下面详细说明本发明提供的方法。

本发明所使用的烃类原料可以选自：汽油馏分、柴油馏分、减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、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。本发明提供的方法尤其适于处理富含烯烃的汽油馏分，例如，催化汽油、焦化汽油、减粘裂化汽油等，并且所述汽油馏分既可以是全馏分，也可以是部分窄馏分，例如，90～150℃馏分。本发明对所述汽油馏分中的烯烃含量没有限制。

本发明所述的供氢组分是指恩氏蒸馏馏程为155～400℃的直馏馏分油和/或加氢后的馏分油。具体地说，本发明所述的供氢组分可以选自：直馏汽油、直馏柴油、加氢后的汽油馏分、加氢后的柴油馏分以及上述两种或两种以上馏分的混合物，其中优选加氢后的汽油馏分和/或加氢后的柴油馏分。

此外，本发明所述的供氢组分还可以选用含有1～3个环烷基的环烷烃或环烷基芳烃，例如，C6～C8环烷烃、四氢化萘、十氢萘、二氢化茚、四氢蒽、八氢蒽等。

在本发明提供的方法中，最好将供氢组分循环使用。例如，当以加氢后的柴油馏分(简称加氢柴油)作为供氢组分时，加氢柴油、烃类原料和催化剂在催化裂化反应器中充分接触并反应，分离反应后的油气和催化剂，油气送入后续***进一步分离为汽油、柴油等各种产品，对全部或部分柴油产品进行加氢处理(加氢精制、加氢裂化等均可)，所生成的加氢柴油即可作为供氢组分循环使用。

本发明所用催化剂可以是催化裂化领域常用的任何固体酸催化剂，它既可以是分子筛催化剂，也可以是无定形硅铝催化剂。当采用分子筛催化剂时，其活性组分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型沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。

本发明提供的方法既可在常规的催化裂化装置上实施，也可以在改进的催化裂化装置上实施。常规的催化裂化装置包括：提升管催化裂化装置、流化床催化裂化装置、下行式催化裂化装置等。所述的改进的催化裂化装置是指在上述常规装置的基础上对反应、再生、分馏和/或吸收-稳定部分进行改造后所得到的装置。例如，提升管+床层装置、CN1237477A所公开的装置、申请号为01102241.8的专利申请中所涉及的装置等。

在本发明所提供的方法中，烃类原料与供氢组分和催化剂充分混合，并在下列条件下进行反应：反应温度为450～560℃，优选460～520℃；剂油比4～100，优选5～20；反应时间0.5～5秒，优选1～3秒；雾化蒸汽量(占总进料)0～20重％，优选3～20重％；反应压力0.1～0.5Mpa，优选0.1～0.3Mpa。

本发明提供的方法可以单独实施，即独立完成反应、再生、分离等过程，也可以与常规的催化裂化过程联合实施，在完成常规催化裂化反应过程的同时，对汽油馏分进行催化转化，降低汽油烯烃含量。

下面结合附图、列举几种具体的实施方式，以进一步说明本发明，但本发明并不因此而受到任何限制。

图1是本发明单独实施的流程示意图。

图2是本发明与常规的催化裂化过程联合实施的流程示意图。

图3是本发明在一种改进的催化裂化装置上实施的流程示意图。

实施方式一：本发明在提升管或流化床催化裂化装置上单独实施。如图1所示，来自再生器4的再生催化剂与预热后的汽油馏分1、供氢组分2共同进入提升管反应器3中，在或不在水蒸汽存在下进行反应；分离反应油气和反应后的待生剂，反应油气送入后续分离***，进一步分离为汽油产品以及少量的干气、液化气、柴油；待生剂经水蒸汽汽提后输入再生器4，在含氧气体的存在下烧焦再生；再生后的催化剂返回反应器循环使用。

实施方式二：本发明与常规的催化裂化过程联合实施。如图2所示，除了用于重质石油烃裂化的提升管反应器5外，需要新建一个提升管反应器6。新建反应器与原有反应器共用沉降器7、汽提器8、后续分离***和再生器13。新建反应器6的原料为汽油馏分，该反应器称为汽油反应器6；原有的反应器5以重质石油烃为原料，该反应器称为原料油反应器5。汽油原料9、供氢组分10和催化剂在汽油反应器6中充分混合并反应；常规重质烃油原料11在原料油反应器5中与催化剂接触、并反应；上述两个反应器所生成的反应油气共同进入沉降器7及后续分离***进行分离，分离出的粗汽油产品可以部分返回作为汽油反应器的原料；待生催化剂经汽提后再生。再生后的催化剂分为两部分，一部分返回原料油反应器循环使用，另一部分返回汽油反应器循环使用。

实施方式三：采用申请号为01102241.8的中国专利申请所涉及的反应器实施本发明。申请号为01102241.8的中国专利申请所涉及的反应器如图3所示，该反应器由提升管15、汽提器16、第一流化床17、第二流化床18以及沉降器19构成。预提升介质经管线20注入提升管底部，600～750℃的再生剂经再生斜管21进入提升管中，并在预提升介质的作用下实现再生剂的转向和加速；重质原料油经进料喷嘴22喷入提升管中，与高温再生剂接触，迅速汽化并反应；反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行，并经提升管出口处的分布板23进入第二流化床18中，第二流化床内的催化剂呈密相分布；一部分第二流化床中的催化剂向下流动进入第一流化床中，并在第一流化床中呈密相分布；供氢组分经管线25进入第一流化床中，与其中的催化剂接触，所生成的油气向上流动进入第二流化床；预改质的汽油馏分经管线24注入第二流化床，与来自第一流化床的供氢组分和来自提升管的反应油气汇合；供氢组分也可以和预改质的汽油馏分共同注入第二流化床，与来自提升管的反应油气汇合；上述油气与第二流化床内的催化剂充分接触并反应；反应油气和部分催化剂向上流动进入沉降器中，并借助于沉降器内的气固分离设施，分离反应油气和催化剂；油气经管线27送入后续分馏及吸收—稳定***；反应后的催化剂向下流动，经第一流化床进入汽提器中；反应后的催化剂在汽提蒸气的作用下，脱除催化剂颗粒之间及催化剂孔隙内部所携带的反应油气；汽提后的催化剂经待生斜管26进入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管循环使用。

与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几个方面：

1、采用本发明提供的方法不仅可以使汽油产品的烯烃含量降低10个单位以上，还可以使汽油中硫、氮等杂质的含量有所降低，而对于汽油的辛烷值没有不良影响。此外，本发明提供的方法还可使柴油产品的十六烷值提高约9个单位，并使柴油的实际胶质和硫含量降低。

2、本发明提供的方法可改善产品分布，使高价值产品的收率得到提高。

因此，炼油企业采用本发明提供的方法，不仅可以解决汽油烯烃含量问题、保证产品顺利出厂，还可以因产品分布的改善而使炼油企业获得可观的经济效益。

3、本发明提供的降低汽油烯烃含量的方法不同于现有的降烯烃方法。

本发明将供氢组分引入烃油的催化转化过程中，并在供氢组分存在的条件下，使氢转移反应得到加强，因而避免了现有技术中常常出现的产品分布变差、干气和焦炭产率增大等问题。

4、对于现有的催化裂化装置，只需增设供氢组分供应管线及其流量控制***，即可实施本发明。

下面的实施例将对本发明提供的方法予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。

试验中所用的催化剂是由兰州炼油化工总厂催化剂厂工业生产的，商品牌号为LV-23。该催化剂在试验前已经过常压、800℃、100％水蒸汽、15小时的老化处理，催化剂老化后的微反活性为62，其主要物化性质见表1。试验所用原料油的物化性质见表2。所用供氢组分的性质见表3。

                           实施例1

本实施例说明：采用常规的催化裂化原料油，并以十氢萘作为供氢组分，在小型固定流化床装置上实施本发明，不仅可使汽油的烯烃含量明显降低，还可改善产品分布。

该试验是在催化剂装量为200克的小型固定流化床装置上进行的。试验所用原料为90重％管输混合油+10重％十氢萘，管输混合油的性质参见表2。试验所用催化剂为LV-23，其性质参见表1。试验步骤如下：将上述原料油与供氢组分的混合物预热至200℃左右，经水蒸汽雾化后注入反应器中，与反应器内的催化剂接触并反应，反应油气经三级冷凝冷却后，收集所得到的裂化气和液体产物；裂化气由气相色谱分析其组成，C₅以上组分计入汽油馏分中；液体产物通过模拟蒸馏装置测定汽油、柴油及重油的含量；汽提反应后的催化剂，然后通入氧气烧焦再生；收集再生烟气，并对其进行计量和分析，确定烟气中CO₂和CO的含量；通过常规的催化裂化物料平衡计算确定本次试验的物料平衡数据。主要操作条件和物料平衡参见表4。

                          对比例1

该对比例是实施例1的比较基准，用以说明本发明的实施效果。

以管输混合油为原料，不采用供氢组分，重复实施例1所述的试验，所采用的试验装置、催化剂和试验步骤均与实施例1相同。主要操作条件和物料平衡参见表4。

将表4中的两组数据进行对比可以看出：采用本发明后，液化气+汽油+柴油收率提高3.55个百分点，而干气、重油和焦炭的产率明显下降；裂化气中异丁烷与总丁烯的比值由1.95提高到2.37，说明采用本发明氢转移反应得到加强；由于本发明是在供氢组分存在的前提下，加强烃油催化转化过程中的氢转移反应，因此本发明提供的方法并未导致焦炭产率的提高，反而使其有所降低；采用本发明后，汽油的烯烃含量由33.6v％降至21.8v％，汽油的硫、氮含量也有所降低。

                          实施例2

本实施例说明：以汽油馏分作为原料油、甲基环己烷作为供氢组分，在小型固定流化床装置上实施本发明，可使汽油的烯烃含量明显降低。

试验装置、试验步骤以及所采用的催化剂均与实施例1相同。以管输汽油F-4为原料，该汽油馏分是焦化汽油和催化汽油的混合油，混合比例为40∶60，其性质参见表2和表5；以甲基环己烷作为供氢组分，其加入量占管输汽油的8重％。主要操作条件和产品分布见表5。

                         对比例2

该对比例是实施例2的比较基准，用以说明本发明的实施效果。

试验装置、试验步骤、原料油、催化剂及主要操作条件均与实施例2相同，在试验过程中不添加供氢组分。主要操作条件和产品分布见表5。

将表5中的两组数据进行对比可以看出：在供氢组分存在下，管输汽油的催化改质效果更为理想，液化气+汽油+柴油收率提高2.30个百分点，而焦炭和干气的产率降低；汽油产品的性质也进一步得到改善，例如，烯烃含量由41.3V％降至30.7V％，硫含量由973mg/l降至739mg/l，氮含量由由9.2mg/l降至4.9mg/l；裂化气中异丁烷与总丁烯的比值由1.99提高到3.12，说明采用本发明后氢转移反应得到加强。

                           对比例3

该对比例是在处理量为0.24t/d的提升管催化裂化中型装置上进行的。以表2中的大庆混合油F-1为原料，采用表1所示的LV-23催化剂，试验步骤简述如下：原料油F-1预热至250℃后，通过位于提升管反应器底部的高效雾化喷嘴注入反应器中，与来自再生器的经蒸汽预提升的高温催化剂接触并反应，油气和催化剂的混合物沿提升管上行；反应油气在沉降器内与催化剂分离，油气经转油线进入后续分离***，进一步分离为裂化气、汽油、柴油等产品，并对各种产品进行计量和分析；反应后积炭的催化剂经水蒸汽汽提后进入再生器烧焦再生；再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用。主要操作条件和试验结果见表6。

                          实施例3

本实施例说明：采用常规的催化裂化原料油，并以大庆加氢柴油作为供氢组分，在提升管催化裂化中型装置上实施本发明，不仅可使汽油的烯烃含量明显降低，还可改善产品分布。

试验装置、试验步骤以及所采用的催化剂、原料油均与对比例3相同。以大庆加氢柴油D-1作为供氢组分，其性质参见表3。供氢组分D-1与大庆混合油F-1混合后注入提升管反应器中，供氢组分的注入量占大庆混合油的7.6重％。主要操作条件和试验结果见表6。

由表6可以看出，以对比例3为基准，实施例3的液化气产率提高1.07个百分点，柴油产率提高3.01个百分点，而其干气、焦炭和重油产率均有所降低；实施例3的汽油烯烃含量降低了15个单位，且总硫和硫醇硫含量略有降低，而诱导期和辛烷值略有提高；实施例3的柴油十六烷值提高了9个单位，其实际胶质及硫含量有所降低。由上述数据可以看出，采用本发明不仅可明显改善产品分布，还可以使汽、柴油的品质有所提高。

                            实施例4

本实施例说明：采用常规的催化裂化原料油，并以直馏汽油作为供氢组分，在申请号为01102241.8的中国专利申请所涉及的反应器上实施本发明，不仅可使汽油的烯烃含量明显降低，还可改善产品分布。

以表2中锦州蜡油F-2为原料，采用表1所示的LV-23催化剂，试验步骤简述如下：原料油F-2预热至250℃后，通过高效雾化喷嘴注入提升管反应器中，与来自再生器的经蒸汽预提升的高温催化剂接触并反应，油气和催化剂的混合物沿提升管上行，并经提升管出口处的分布板进入第二流化床；一部分第二流化床中的催化剂向下流动进入第一流化床中，并在第一流化床中呈密相分布；供氢组分D-2注入第一流化床中，与其中的催化剂接触，所生成的油气向上流动进入第二流化床；该装置的部分粗汽油产品注入第二流化床，与来自第一流化床的供氢组分和来自提升管的反应油气汇合；上述油气与第二流化床内的催化剂充分接触并反应；反应油气和部分催化剂向上流动进入沉降器中，并借助于沉降器内的气固分离设施，分离反应油气和催化剂；油气送入后续分馏及吸收—稳定***；反应后的催化剂向下流动，经第一流化床进入汽提器中，反应后的催化剂在汽提蒸气的作用下，脱除催化剂颗粒之间及催化剂孔隙内部所携带的反应油气；汽提后的催化剂进入再生器烧焦再生，再生后的催化剂返回提升管循环使用；对各种产品进行计量和分析。主要操作条件和试验结果见表7。由表7可知，实施本发明可得到较理想的产品分布和产品性质。

表1

催化剂名称	LV-23
		化学组成，重％Al2O3Na2ORE2O3	51.20.322.0
新鲜剂物理性质比表面，m2/g孔体积，ml/g堆积密度，g/cm3老化剂微反活性	2280.390.7062

表2

原料油编号	F-1	F-2	F-3	F-4
					原料油名称	大庆混合油	锦州VGO	管输混合油	管输汽油
密度(20℃)，g/cm3凝点，℃苯胺点，℃残炭，重％	0.8881＞50112.92.7	0.92922574.80.34	0.90483892.52.8	0.7561///
					H，重％S，ppmN，ppm	13.0113002000	12.5124002100	/59002000	/308696
馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％95％	339421473526///	233328395430454495522	233295333429470539/	395688127166178189

表3

供氢组分编号	D-1	D-2
			供氢组分名称	大庆加氢柴油	大庆直馏汽油
密度(20℃)，g/cm3凝点，℃苯胺点，℃残炭，重％	0.8147-2267.1＜0.001	0.7460///
			H，重％S，ppmN，ppm	/1/	/127/
烷烃，重％环烷烃，重％芳烃，重％	52.719.028.3	57.832.110.1
			烯烃(荧光法)，v％	/	/
馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％95％	151210227244267296340	5065111138173186201
			备注	加氢改质条件380℃、PH26.6Mpa体积空速1h-1、氢油比1242	RON＝50.2MON＝46.2

表4

试验编号	对比例1	实施例1
			原料油反应温度，℃剂油比空速，h-1水蒸气(占原料)，重％	F-3500588	F-3+10重％十氢萘500588
物料平衡，重％于气液化气C5+汽油柴油重油焦炭	2.8820.6049.0611.686.339.45	2.5220.7053.0211.174.757.83
			转化率，重％	81.99	84.07
液化气+汽油+柴油，重％	81.34	84.89
			裂化气(干气+液化气)组成，v％氢气硫化氢甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯正丁烷异丁烷丁烯-1异丁烯顺-丁烯-2反-丁烯-2	7.730.1711.334.156.1310.2922.004.8922.022.602.602.603.51	7.940.059.053.736.3311.5521.335.6224.192.461.982.463.31
异丁烷/总丁烯，v/v	1.95	2.37
			催化汽油性质S，mg/lN，mg/l烷烃，v％烯烃，v％芳烃，v％	143014937.533.628.9	103511845.621.832.6

表5

试验编号		对比例2	实施例2
				原料油反应温度，℃剂油比空速，h-1水蒸气，重％(占原料)	F-4	F-44606125	F-4+8％甲基环己烷4606125
产品分布，重％干气液化气C5+汽油柴油重油焦炭		0.8811.9981.162.640.492.84	0.6712.1582.981.960.311.93
				液化气+汽油+柴油，重％		95.79	97.09
裂化气(干气+液化气)组成，v％氢气硫化氢甲烷乙烷乙烯丙烷丙烯正丁烷异丁烷丁烯-1异丁烯顺-丁烯-2反-丁烯-2		2.580.064.652.016.3110.4226.735.7127.622.844.462.773.83	2.350.052.571.636.0915.3224.405.6731.732.172.852.163.01
				异丁烷/总丁烯，v/v		1.99	3.12
催化汽油性质S，mg/lN，mg/l烷烃，v％烯烃，v％芳烃，v％RON/MON	30869619.454.925.779.2/74.1	9739.228.241.330.584.1/77.2	7394.933.230.736.186.0/78.8

表6

试验编号	对比例3	实施例3
			原料油供氢组分提升管出口，℃剂油比反应时间，sec雾化水，m％反应压力，Mpa再生温度℃	F-1/5015.62.17.80.16680～700	F-1D-15005.52.27.40.16680～700
物料平衡，重％干气液化气汽油柴油重油焦炭总计	2.6015.8547.1118.3210.995.13100.00	2.5416.9247.0121.337.344.86100.00
			汽油性质：密度(20℃)，g/cm3硫醇硫，ppmS，ppm诱导期，minRONMONFIA组成，v％烷烃烯烃芳烃	0.72813011580690.378.426.859.613.6	0.7321217199490.579.731.144.624.3
柴油性质：密度，g/cm3实际胶质，mg/100mlS，ppm十六烷值	0.880811352723	0.87076731532

表7

试验编号	实施例4
		提升管：反应压力，MPa提升管出口，℃剂油比反应时间，s雾化水，重％	0.164955.51.88.1
第一流化床：供氢组分供氢组分注入量，重％(占原料)反应温度，℃剂油比空速，h-1	D-39.04842710
		第二流化床：粗汽油注入量，重％(占原料)反应温度，℃剂油比空速，h-1	11.04924513
再生压力，Mpa再生温度，℃	0.18692
		产品分布，重％干气液化气汽油柴油重油焦炭	3.4115.0943.6222.478.866.55
汽油：RON/MON烷烃，V％烯烃，V％芳烃，V％	92.2/81.031.630.837.6
		柴油：十六烷值	25

Claims (9)

1、一种利用供氢组分降低汽油烯烃含量的催化转化方法，其特征在于烃类原料、供氢组分及催化剂在催化裂化反应器中混合并反应，反应条件如下：反应温度为450～560℃，剂油比4～100，反应时间0.5～5秒，雾化蒸汽量0～20重％，反应压力0.1～0.5Mpa，分离反应后的油气和催化剂，油气送至后续分离***，反应后积炭的催化剂经汽提、再生后，送至反应器循环使用。

2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的烃类原料选自：汽油馏分、柴油馏分、减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、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。

3、按照权利要求2的方法，其特征在于所述的烃类原料选自：催化汽油、焦化汽油、减粘裂化汽油中的一种或一种以上的混合物，它可以是全馏分，也可以是部分窄馏分。

4、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的供氢组分可以是恩氏蒸馏馏程为155～400℃的直馏馏分油和/或加氢后的馏分油，也可以是含有1～3个环烷基的环烷烃或环烷基芳烃。

5、按照权利要求4的方法，其特征在于所述的供氢组分可选自：直馏汽油、直馏柴油、加氢后的汽油馏分、加氢后的柴油馏分以及上述两种或两种以上馏分的混合物；也可以选自：C6～C8环烷烃、四氢化萘、十氢萘、二氢化茚、四氢蒽、八氢蒽。

6、按照权利要求5的方法，其特征在于所述的供氢组分为加氢后的汽油馏分和/或加氢后的柴油馏分。

7、按照权利要求1的方法，其特征在于所述催化剂的活性组分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型沸石或具有五元环结构的高硅沸石、β沸石、镁碱沸石中的一种或多种。

8、按照权利要求1的方法，其特征在于烃类原料的反应条件如下：反应温度为460～520℃，剂油比5～20，反应时间1～3秒，雾化蒸汽量3～20重％，反应压力0.1～0.3Mpa。

9、按照权利要求1的方法，其特征在于该方法可以单独实施，也可以与常规的催化裂化过程联合实施。

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