CN101195554B

CN101195554B - 一种从c4烃生产低碳烯烃的方法

Info

Publication number: CN101195554B
Application number: CN200610164892A
Authority: CN
Inventors: 崔淑新; 张久顺; 高永灿; 朱根权; 毛安国
Original assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Current assignee: Sinopec Research Institute of Petroleum Processing; China Petroleum and Chemical Corp
Priority date: 2006-12-07
Filing date: 2006-12-07
Publication date: 2010-05-19
Anticipated expiration: 2026-12-07
Also published as: CN101195554A

Abstract

一种C4烃生产低碳烯烃的方法，包括在一个包括多个反应区的反应器内，在使C4烃发生裂化的反应条件下，将C4烃与催化剂接触反应，其中，所述催化剂为含有积炭的裂化催化剂，将所述C4烃分别从第一反应区以及第一反应区以后的反应区引入，使C4烃分别在第一反应区以及第一反应区以后的反应区与催化剂接触，从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加。采用本发明C4烃生产低碳烯烃的方法，乙烯和丙烯的产率以及转化率明显提高，乙烯和丙烯的产品选择性也明显提高，还可明显降低干气和焦炭的产率。

Description

一种从C4烃生产低碳烯烃的方法

技术领域

本发明涉及一种C4烃生产低碳烯烃的方法。

背景技术

乙烯、丙烯和丁烯等小分子烯烃是最基本的有机合成原料。随着国内外乙烯工业的不断发展和炼油生产能力的提高，副产物C4烃的产量一直在增加，将低价值的C4烃转化为高价值的丙烯和乙烯在经济上有很强的吸引力。C4烯烃催化裂解制丙烯技术近年来发展较快，ARCO公司开发的Superflex工艺是以低价值C4、C5烯烃为原料生产丙烯为主的小分烯烃的技术，由于C4裂解需要较高温度，装置采用连续反应再生形式往往需要补充热量。

常规催化裂化工艺的小分子烯烃产率较低，一般丙烯产率仅3-5％，乙烯产率则更低。因此，在现有的催化裂化和催化裂解装置中增产丙烯和乙烯将会有巨大的经济效益。

CN1566272A公开了一种利用轻质石油馏分催化转化生产乙烯和丙烯的方法，是将富含烯烃的轻质石油馏分在主反应区内与催化剂接触、反应，生成富含乙烯、丙烯的C4以下馏分和C4及C4以上馏分，待生催化剂进行再生，C4及C4以上馏分与再生催化剂在主反应区之前的预反应区接触、反应，进行回炼。由于C4及其以上馏分的回炼增加了丙烯产率。

CN1317467A公开了一种处理低碳烷烃(C4-C6)的方法，是将含有C4-C6烷烃的低碳烷烃在催化脱氢反应器中与一种脱氢催化剂进行脱氢预处理，然后将脱氢产物与催化裂化原料油一起进行催化裂化反应。该方法可用于在常规催化裂化条件下难以裂化的低碳烷烃催化转化制取轻烯烃。

CN1493659A公开了一种利用C4馏分增产小分子烯烃的催化转化方法，是将富含C4馏分的气态烃注入流化床或提升管反应器中，与含有五元环高硅沸石的催化剂接触、反应，反应温度为500-750℃、催化剂与富含C4馏分气态烃的重量比为1-180∶1、反应时间为0.1-10秒，使催化剂上沉积的焦炭量为0.1-1.0重％；与富含C4馏分的气态烃反应后的带炭催化剂再与汽油馏分或重油馏分接触、并在反应温度500-700℃、催化剂与汽油馏分或重油馏分的重量比为1-100∶1、反应时间为0.1-5秒或床层重时空速为0.1-30小时^-1、水蒸汽与汽油馏分或重油馏分的重量比为0-0.25∶1的条件下进行反应；分离反应产物和待生催化剂；待生催化剂经汽提、再生后返回反应器循环使用；其中，所述的富含C4馏分的气态烃中C4烯烃的含量大于50重％。该方法所得到的乙烯和丙烯的产率均较低。

发明内容

本发明的目的在于克服上述方法乙烯、丙烯的产率均较低的缺点，提供一种乙烯、丙烯产率高的C4烃生产低碳烯烃的方法。

本发明的C4烃生产低碳烯烃的方法，该方法包括在一个包括多个反应区的反应器内，在使C4烃发生裂化的反应条件下，将C4烃与催化剂接触反应，其中，所述催化剂为含有积炭的裂化催化剂，将所述C4烃分别从第一反应区以及第一反应区以后的反应区引入，使C4烃分别在第一反应区以及第一反应区以后的反应区与催化剂接触，从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加。

本发明采用C4烃在多个反应区多次加料并且在各反应区中C4烃与催化剂的接触时间逐渐加长的方法，有利于C4烃的转化并增产丙烯和乙烯；利用了积炭催化剂催化转化C4烃，可以多产丙烯，同时可以保持装置的热平衡，从而可以节约能源。采用C4烃分段进料，起到了活化积炭催化剂的作用，C4烃的转化率明显增加，有利于增产乙烯和丙烯，而且由此优化了操作条件，降低了干气和焦炭的产率。

例如，本发明中二次扩径并二次加料与现有技术中未经扩径并且没有二次加料的方法相比，C4烃的转化率增加了2.9个百分点，乙烯的产率增加了0.51个百分点，丙烯的产率增加了3.6个百分点，乙烯产品的选择性增加了0.3个百分点，丙烯的产品选择性增加了4.4个百分点，同时也降低了干气和焦炭的产率。

再例如，本发明中二次扩径并二次加料与现有技术中经过扩径但没有二次加料的方法相比，乙烯、丙烯的转化率增加了1.47个百分点，乙烯的产率增加了0.3个百分点，丙烯的产率增加了3.1个百分点，乙烯产品的选择性增加了0.2个百分点，丙烯的产品选择性增加了4.6个百分点，同时也降低了干气和焦炭的产率。

附图说明

图1为本发明用于从C4烃生产低碳烯烃的提升管反应器的反应系统示意图。

具体实施方式

本发明从C4烃生产低碳烯烃的方法包括，在一个包括多个反应区的反应器内，在使C4烃发生裂化的反应条件下，将C4烃与催化剂接触反应，其中，所述催化剂为含有积炭的裂化催化剂，将所述C4烃分别从第一反应区以及第一反应区以后的反应区引入，使C4烃分别在第一反应区以及第一反应区以后的反应区与催化剂接触，从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加。

按照本发明提供的方法，所述反应器包括多个反应区，沿C4烃的流向依次为第一反应区、第二反应区、第三反应区……，反应区的个数可增加或减少，所述反应区的个数优选为2-5个，更优选为2-3个。

所述反应器可以为提升管反应器或流化床反应器。按照本发明提供的方法，从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加。对于提升管反应器，C4烃与催化剂的接触时间依次增加体现在，提升管反应器的各反应区的长度加长和/或直径依次扩大，每一个反应区的长度和/或直径都比前一个反应区的长度和/或直径增加。优选情况下，选用每一个反应区的直径都比前一个反应区的直径增加，即，第一反应区与预提升区的直径比为1.3-4.5∶1，第一反应区以后的反应区依次与前一反应区的直径比为1.2-4.0∶1。对于流化床反应器，则体现在C4烃与催化剂在各反应区的接触时间依次增加，第一反应区以后的反应区依次与前一反应区的直径比为1.2-4.0∶1。

各反应区的裂化反应条件可以相同也可以不同，均可以是本领域中常规的裂化反应条件。优选情况下，第一反应区的裂化反应条件为，反应温度500-800℃，优选550-750℃；反应压力为100-450千帕，优选100-300千帕；催化剂与进入第一反应区的C4烃的重量比为1-180∶1，优选10-150∶1；反应时间为0.1-10秒，优选1-8秒；第二反应区的反应条件为，反应温度480-780℃，优选500-700℃；反应压力为100-450千帕，优选100-300千帕；催化剂与进入第二反应区的C4烃的重量比为1-180∶1，优选10-150∶1；从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加0.1-5秒，优选增加0.2-3秒。

当采用提升管反应器时，本领域已知，需要采用预提升介质将反应物流向上提升，预提升介质可以是本领域技术人员已知的各种预提升介质，如水蒸汽、炼油厂干气、轻质烷烃、轻质烯烃中的一种或几种。预提升介质的作用是使催化剂加速上升，在提升管反应器底部形成密度均匀的催化剂活塞流。预提升介质的用量是本领域的技术人员所已知的，优选水蒸汽与C4烃的重量比为0.1-2∶1。

反应器出口区的操作条件为本领域中常规的操作条件，优选情况下，这些操作条件包括温度为460-590℃，优选470-550℃，接触时间为0.1-1秒，优选为0.1-0.8秒。反应器出口区的操作条件为本领域技术人员所已知。

在本发明提供的方法中，所述C4烃为富含烯烃的C4烃，是指以C4烃为主要成分的常温、常压下以气体形式存在的低分子碳氢化合物，包括C4及C4以下的烷烃、烯烃及炔烃。在C4烃中，烯烃含量优选大于30重量％，更优选大于70重量％，特别是大于90重量％。C4烃可以是来自催化裂化装置、蒸汽裂解装置、催化裂解装置或MTBE(甲基叔丁基醚)装置的抽余C4烃产品，也可以是其它炼油或化工过程所生产的富含烯烃的C4烃。

根据本发明提供的优选的实施方式，所述含有积炭的裂化催化剂是将新鲜裂化催化剂或再生裂化催化剂积炭得到。将所述新鲜裂化催化剂或再生裂化催化剂积炭的方法可以是各种已知的方法，如可以是在催化裂化条件下或催化裂解条件下，将新鲜催化剂或再生催化剂与烃油接触，获得含有积炭的裂化催化剂。所述催化裂化或催化裂解的条件是本领域的技术人员所已知的。催化裂化条件或催化裂解条件为本领域技术人员所已知，指烃类裂化或裂解常规的反应条件。

根据本发明提供的优选的实施方式，所述含有积炭的裂化催化剂可以是上述步骤中得到的待生催化剂，也可以是两段再生器中得到的半再生催化剂，还可以是待生催化剂与半再生催化剂的混合催化剂。具体来说，对于具有双提升管的流化催化转化装置，积炭的催化剂是来自其中一根提升管的待生催化剂，或者是该待生催化剂和/或半再生催化剂的混合催化剂；对单提升管或流化床催化转化装置，积炭催化剂可以是烃油与催化剂反应后得到的待生催化剂和/或半再生催化剂的混合催化剂；也可以是在提升管反应器的下部的预提升段将烃油与催化剂接触，得到积炭的催化剂后直接用于C4烃的催化转化。优选情况下，含有积炭的催化剂的碳含量为0.1-3重量％，优选为0.1-1.5重量％。

本文中所述的待生催化剂碳含量约为0.8-1.5重量％。半再生催化剂为一种不完全再生的催化剂，指再生后碳含量约为0.16-0.48重量％的催化剂，如在两段再生器中从一段再生器得到的催化剂。再生催化剂为完全再生的催化剂，该催化剂碳含量约为0.01-0.05重量％，如在两段再生器中从二段再生器得到的催化剂。

得到半再生催化剂和再生催化剂的方法为本领域技术人员所公知，例如，可以采用CN1221022A中公开的两段再生系统进行再生。该系统包括重叠布置的两个再生器，再生方法的流程顺序为第一段再生器在上部，第二段再生器在下部，两个再生器之间用低压降分布板连为一体，以保持两个再生器所需的操作压力和操作温度，将积炭的待生催化剂烧焦，满足恢复催化剂活性的要求；第二再生器的烟气通过低压降分布板进入第一再生器，以确保第一再生器密相床流化；第一再生器通过主风管供空气并采用分布环进行分配；两段再生只有一条烟道和一台双动滑阀或蝶阀，即只有一段再生所产生的烟气从烟道排出。

在该专利中，重叠式两段再生的具体工艺流程和操作条件如下：从待生催化剂斜管将碳含量为0.8-1.2重％的待生催化剂送入第一段再生器的上部，在第一段再生器的下部通过含氧气体输送管送入含氧气体(一般为空气)作为燃烧气用来烧焦，从第二段再生器排出含过剩氧为5-7体％的烟气通过分布板进入一段再生器的底部，作为燃烧气用来烧焦。一段再生器含过剩氧为0-0.4体％的烟气从一段再生器的烟道排出，送往一氧化碳锅炉。一段再生器中的温度为660-690℃，器顶压力为140-260千帕(表压)，一段再生器为逆流烧焦，密相床温度高于稀相床10-30℃，一段再生器的烧焦量为60-80重量％，氢几乎全部烧去。在一段再生器的下部得到半再生催化剂，该半再生催化剂从半再生剂斜管送入二段再生器的下部。大股含氧气体(一般为空气)从含氧气体管道送入二段再生器的底部，经气体分布器进行流化烧焦。其烟气经分布板送入第一段再生器作一段再生烧焦用的燃烧气。分布板的压降为0.9-3于帕。第二段再生器内温度为660-760℃，器顶压力为170-290千帕(表压)。二段再生器烧去催化剂上的焦炭量为40-20重量％。在一段和二段再生热量不平衡时，从一段再生器的下部排出一部分半再生催化剂，经管线送往外取热器进行取热。调压气体(一般为空气)从供气管送入外取热器的下部，冷却后的半再生催化剂经管线送往二段再生器，调压气体经管线逸入一段再生器。第二段再生器中的再生后已恢复活性的催化剂碳含量为0.01-0.05重％。

本发明所述的催化剂可以是各种裂化催化剂，如含有中孔和/或大孔分子筛的裂化催化剂，裂化催化剂的组成为本领域技术人员所公知。例如，所述含分子筛的裂化催化剂通常含有一种或多种含或不含稀土的分子筛、耐热无机氧化物，硅酸铝以及选择性含有的粘土，分子筛、耐热无机氧化物和粘土的含量为本领域技术人员所公知。

所述含有中孔和大孔分子筛的裂化催化剂中的中孔和大孔分子筛选自含或不含稀土的具有五元环结构的高硅沸石、含或不含稀土的八面沸石、含或不含稀土的β沸石、含或不含稀土的丝光沸石、含或不含稀土的Ω沸石、SAPO分子筛中的一种或几种。优选情况下，所述中孔和大孔分子筛选自含或不含稀土的Y型沸石、含或不含稀土的超稳Y型沸石、含或不含稀土的ZSM-5沸石、ZRP沸石、含或不含稀土的β沸石中的一种或几种。

所述催化剂还含有催化剂基质，催化剂基质为耐热无机氧化物，或耐热无机氧化物与粘土的混合物。

所述耐热无机氧化物为本领域技术人员所公知，如可以选自氧化铝、氧化硅、无定型硅铝、氧化锆、氧化钛、氧化硼、碱土金属氧化物中的一种或几种。

所述粘土为本领域技术人员所公知，如可以选自高岭土、多水高岭土、蒙脱土、硅藻土、埃洛石、皂石、累脱土、海泡石、凹凸棒石、水滑石、硼润土中的一种或几种。

下面根据本发明提供的方法，参照图1描述本发明的具体过程。反应器选用提升管反应器，并且反应区分为两个区，即直径经过一次扩径的第一反应区1及位于第一反应区上部的直径经过二次扩径的第二反应区2，第一反应区与预提升区的直径比为1.3-4.5∶1，第二反应区与第一反应区的直径比为1.2-4.0∶1。

热的积炭催化剂和水蒸汽一起进入提升管反应器预提升段并向上流动；富含烯烃的C4烃进入经一次扩径的提升管反应器的第一反应区1，与含有中孔和大孔分子筛的积炭的裂化催化剂接触、反应；将富含烯烃的C4烃引入经过二次扩径的提升管反应器的第二反应区2，与沿反应器向上流动的反应物流混合，并与催化剂接触、反应。所述反应物流为预提升介质、反应后的反应产物和催化剂。反应物流经过反应器出口区3进入沉降器，分离反应产物和待生催化剂，待生催化剂经汽提、再生、积炭后返回反应器循环使用。该方法可以提高C4烯烃的转化率及丙烯和乙烯产率，增加装置操作的灵活性。

根据本发明的方法，采用积炭的催化剂有利于提高C4烃反应的选择性，从而增加丙烯以及乙烯的产率。由于裂化催化剂的积炭，覆盖了催化剂的部分强酸中心，使催化剂的活性下降。但是本发明人在试验中意外地发现，通入C4烃后有利于部分酸性中心的恢复，从而有利于恢复催化剂的活性，表现为第二次通入C4烃后转化率提高，同时C4烃大部分在孔内裂化，C4烃裂化后的积炭有利于孔道的修复，使第二次通入C4烃后丙烯的选择性提高。发明人在试验中发现积炭的催化剂多次通入C4烃后，与第一次比较C4烃的转化率明显增加，丙烯的产率也增加，说明C4烃的通入以及再次通入有利于活化积炭的催化剂，而且由此优化了操作条件，降低了干气和焦炭的产率。同时，采用积炭的催化剂可以保持装置的热平衡，从而可以节约能源。

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C4烃原料为蒸汽裂解抽余C4烃，其C4烯烃的含量为96.2重量％，其它组分为C4烷烃。催化剂为工业牌号为MMC(催化裂解催化剂)的催化裂解待生催化剂或半再生催化剂，该催化剂的主要活性组分是ZRP沸石。实施例中的反应器为两个连通的小型流化床，分别作为第一反应区和第二反应区，两个小型流化床催化转化装置内均装入含积炭的催化剂。

实施例1

本实例说明本发明提供的方法。

将C4烃原料通过反应器入口通入作为第一反应区的第一个流化床反应器内，在反应温度为620℃、反应压力为200千帕、反应时间2秒的条件下，与含碳量为0.36重量％的含积炭的催化剂接触反应，反应产物通过第一个流化床反应器和第二个流化床反应器的入口继续流入作为第二反应区的第二个流化床反应器，并且在第二个流化床反应器的入口通入C4烃，在反应温度为610℃、反应压力为190千帕、反应时间为3秒的条件下，将C4烃及第一个流化床反应器的反应后的产物与积炭的催化剂接触反应。对第二个流化床反应器的反应产物采用气相色谱分析气相组成，采用模拟蒸馏分析液相组成。表1给出了反应条件和反应结果。

其中，转化率＝(C4烃进料-C4烃出料)/C4烃进料×100％

选择性＝产率/转化率/C4烃烯烃含量

乙烯产率＝乙烯出料/C4烃进料×100％

丙烯产率＝丙烯出料/C4烃进料×100％

(乙烯+丙烯)产率＝(乙烯+丙烯)出料/C4烃进料×100％

对比例1

本对比例说明现有从C4烃生产低碳烯烃的方法。

按照实例1的方法从C4烃生产低碳烯烃，不同的只是在第一个流化床反应器中，C4烃原料与含碳量为0.36重量％的含积炭的催化剂接触反应的时间为2.5秒，并且没有从第二个流化床反应器的入口通入C4烃原料，第一个流化床反应器反应后的产物与积炭的催化剂继续接触的时间为2.5秒。对第二个流化床反应器的反应产物采用气相色谱分析气相组成，采用模拟蒸馏分析液相组成。表1给出了反应条件和反应结果。

对比例2

本对比例说明现有从C4烃生产低碳烯烃的方法。

按照实例1的方法从C4烃生产低碳烯烃，不同的只是没有从第二个流化床反应器的入口通入C4烃原料，在与实施例1相同的反应条件下，第一个流化床反应器得到的反应后的产物和积炭的催化剂在第二个流化床反应器内继续反应。对第二个流化床反应器的反应产物采用气相色谱分析气相组成，采用模拟蒸馏分析液相组成。表1给出了反应条件和反应结果。

实施例2-4

下面的实例说明本发明提供的方法。

按照实例1的方法从C4烃生产低碳烯烃，不同的只是反应条件按表1所列出的条件进行。对实施例2-4中每个实施例中的第二个流化床反应器的反应产物采用气相色谱分析气相组成，采用模拟蒸馏分析液相组成。表1也给出了实施例2-4的反应结果。

表1

从表1可以看出，将实施例1与对比例1比较，本发明实施例1的C4烃的转化率增加了2.9个百分点，乙烯的产率增加了0.51个百分点，丙烯的产率增加了3.6个百分点，乙烯产品的选择性增加了0.3个百分点，丙烯的产品选择性增加了4.4个百分点，同时干气产率降低了0.59个百分点，焦炭产率降低了0.02个百分点。

将实施例1与对比例2比较，本发明实施例1的乙烯、丙烯的转化率增加了1.47个百分点，乙烯的产率增加了0.3个百分点，丙烯的产率增加了3.1个百分点，乙烯产品的选择性增加了0.2个百分点，丙烯的产品选择性增加了4.6个百分点，同时干气产率降低了0.9个百分点，焦炭产率降低了0.04个百分点。

从表1数据可以看出，采用本发明C4烃生产低碳烯烃的方法，丙烯和乙烯的产率以及转化率明显提高，丙烯和乙烯的产品选择性也明显提高。采用本发明的方法还可明显降低干气和焦炭的产率。

Claims

1.一种从C4烃生产低碳烯烃的方法，该方法包括在一个包括多个反应区的反应器内，在使C4烃发生裂化的反应条件下，将C4烃与催化剂接触反应，其特征在于，所述催化剂为含有积炭的裂化催化剂，将所述C4烃分别从第一反应区以及第一反应区以后的反应区引入，使C4烃分别在第一反应区以及第一反应区以后的反应区与催化剂接触，从所述第一反应区至第一反应区以后的反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加，所述C4烃中烯烃的含量大于30重量％，所述低碳烯烃为乙烯和丙烯，所述催化剂的碳含量为0.1-3重量％。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化剂的碳含量为0.1-1.5重量％。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述催化剂为含有中孔和/或大孔分子筛的裂化催化剂，所述中孔和大孔分子筛选自含或不含稀土的具有五元环结构的高硅沸石、含或不含稀土的八面沸石、含或不含稀土的β沸石、含或不含稀土的丝光沸石、含或不含稀土的Ω沸石、SAPO分子筛中的一种或几种。

4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述中孔和大孔分子筛选自含或不含稀土的Y型沸石、含或不含稀土的ZSM-5沸石、ZRP沸石、含或不含稀土的β沸石中的一种或几种。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述含或不含稀土的Y型沸石为含或不含稀土的超稳Y型沸石。

6.根据权利要求3所述的方法，其中，所述催化剂还含有催化剂基质，催化剂基质为耐热无机氧化物，或耐热无机氧化物与粘土的混合物。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述反应器为提升管反应器或流化床反应器。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述反应区的个数为2-5个。

9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一反应区的反应条件包括反应温度为500-800℃，反应压力为100-450千帕，催化剂与进入第一反应区的C4烃的重量比为1-180∶1，反应时间为0.1-10秒；第二反应区及以后的反应区的反应条件包括反应温度为480-780℃，反应压力为100-450千帕，催化剂与进入该反应区的C4烃的重量比为1-180∶1；并且从所述第一反应区至最后一个反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加0.1-5秒。

10.根据权利要求9所述的方法，其中，所述第一反应区的反应条件包括反应温度为550-750℃，反应压力为100-300千帕，催化剂与进入第一反应区的C4烃的重量比为10-150∶1，反应时间为1-8秒；所述第二反应区及以后的反应区的反应条件包括反应温度为500-700℃，反应压力为100-300千帕，催化剂与进入该反应区的C4烃的重量比为10-150∶1；并且从所述第一反应区至最后一个反应区，C4烃与催化剂的接触时间依次增加0.2-3秒。

11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述C4烃中烯烃的含量大于70重量％。

12.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述含有积炭的裂化催化剂是将新鲜裂化催化剂或再生裂化催化剂积炭得到。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，将所述新鲜催化剂或再生催化剂积炭的方法为在催化裂化条件下或催化裂解条件下，将新鲜催化剂或再生催化剂与烃油接触，获得含有积炭的裂化催化剂。