CN101210196B - 一种烃油转化方法 - Google Patents
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Abstract
一种烃油转化方法包括在裂化条件下，将烃油与第一催化剂接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂；将反应产物和积炭的第一催化剂分离；将积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触，其中，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触，所述第一催化剂和第二催化剂均含有耐热无机氧化物载体和负载在该载体上的金属活性组分，所述金属活性组分选自元素周期表中第IA族、第IIA族、第IB族、第IIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族和VIII族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种。本发明的烃油转化方法中，第二催化剂对积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体之间的反应起到催化作用，从而提高氢气产率。
Description
技术领域
本发明是关于一种烃油转化方法。
背景技术
催化裂化是石油二次加工的重要手段之一，用于从重质烃油生产汽油、柴油、液化气等。一般来说，烃油转化方法包括在裂化条件下，将烃油与催化剂在反应器中接触，烃油在催化剂的作用下通过裂化反应生成裂化产物(该裂化产物包括轻质油品和气体)，同时反应生成的焦炭沉积在催化剂上，沉积有焦炭的催化剂一般称为待生催化剂；待生催化剂与裂化产物在反应沉降器中得以分离，待生催化剂进入反应汽提器脱除携带的油气后进入再生器再生，得到再生催化剂，裂化产物进入后续分离系统；再生催化剂送入到反应器中与烃油接触，继续反应。
在现有的石油加工中，由氢碳比较低的劣质重油制得的裂化产物如汽油和柴油的质量较低，一般都需要采用加氢精制的方法提高裂化产物的质量。现有的制氢方法主要有甲烷蒸气裂解制氢、重油制氢、煤制氢等，这些制氢方法的制氢成本都较高，使氢气的成本在加氢精制过程成本中占有相当大的比例。
为了降低制氢成本，CN1504404A提出了一种炼油与气化相结合的工艺方法，该方法包括以下步骤：(1)石油烃与焦炭转移剂在反应器内接触、反应；(2)分离所生成的反应油气和反应后积炭的焦炭转移剂，反应油气送入后续烃类产品分离系统，积炭的焦炭转移剂经汽提后送至气化炉；(3)在气化炉中，积炭的焦炭转移剂与水蒸气和含氧气体在气化条件下接触，以生产合成气，同时使积炭的焦炭转移剂得到再生；(4)经步骤(3)再生后的焦炭转移剂返回步骤(1)所述的反应器中循环使用。在步骤(3)中，积炭的焦炭转移剂与水蒸气和含氧气体在800-1100℃、空床气速0.2-5.m/s的条件下接触0.5-25秒。所述焦炭转移剂选自酸洗白土、高岭土、无定型硅铝、半合成硅铝、氧化铝、二氧化钛、石英砂、负载有分子筛的硅溶胶和/或硅溶胶中的一种或一种以上的混合物，焦炭转移剂的催化裂化活性为10-50。在该方法中，积炭的焦炭转移剂与水蒸气和含氧气体接触可以生成氢气和一氧化碳，一氧化碳在后续加工中可以进一步转化为氢气，因此该方法在转化烃油的过程中制得氢气，降低了制氢成本，但是该方法的氢气产率仍然不高。
发明内容
本发明的目的是为了克服现有的烃油转化方法的氢气产率不高的缺点，提供一种能够提高氢气产率的烃油转化方法。
本发明提供了一种烃油转化方法，该方法包括在裂化条件下，将烃油与第一催化剂接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂；将反应产物和积炭的第一催化剂分离；将积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触，其中，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触，所述第一催化剂和第二催化剂均含有耐热无机氧化物载体和负载在该载体上的金属活性组分，所述金属活性组分选自元素周期表中第IA族、第IIA族、第IB族、第IIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族和VIII族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种。
根据本发明提供的烃油转化方法，所述第二催化剂可以对积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体之间的反应起到催化作用，从而提高氢气产率。
附图说明
图1为本发明提供的烃油转化方法的一个具体实施方式的示意图；
图2为本发明提供的烃油转化方法的另一个具体实施方式的示意图；
图3为本发明提供的烃油转化方法的又一个具体实施方式的示意图。
具体实施方式
本发明提供的烃油转化方法包括在裂化条件下，将烃油与第一催化剂接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂；将反应产物和积炭的第一催化剂分离；将积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触，其中，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触，所述第一催化剂和第二催化剂均含有耐热无机氧化物载体和负载在该载体上的金属活性组分，所述金属活性组分选自元素周期表中第IA族、第IIA族、第IB族、第IIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族和VIII族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种。
优选情况下，所述第二催化剂的平均粒子直径大于积炭的第一催化剂的平均粒子直径。按照该优选实施方式，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触后，可以方便地将平均粒子直径不同的第一催化剂和第二催化剂分离。
积炭的第一催化剂的平均粒子直径可以为10微米至小于100微米，优选为20-90微米。
第一种催化剂中所述活性成分选自元素周期表中第IA族、第IIA族、第IB族、第IIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族和VIII族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种，优选为钙、镁、锌、锰、铜、铁、钡、铬、镍、钴、锆和钒的二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种；所述载体氧化硅、氧化铝、高岭土、蒙脱土、海泡石中的一种或几种。
第二催化剂的平均粒子直径可以为100-400微米，优选为120-350微米。所述活性成分选自元素周期表中第IA族、第IIA族、第IB族、第IIB族、第IVB族、第VB族、第VIB族、第VIIB族和VIII族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种，优选为锂、钠、钾、钙、镁、锌、锰、铜、铁、钡、铬、镍、钴、锆和钒的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或几种；所述载体氧化硅、氧化铝、高岭土、蒙脱土、海泡石中的一种或几种。
在第一催化剂或第二催化剂中，所述活性成分与载体的重量比为5：95至90：10，优选为7：93至80：20。
所述第一催化剂和第二催化剂均可以通过常规的催化剂制备方法进行制备，即把金属化合物加入到载体中，然后均匀分散，以通常喷雾干燥的方式制备球形催化剂颗粒。
烃油和第一催化剂可以在在常规的烃油转化反应器中进行接触，例如，如图1和2所示，反应器为提升管反应器，如图3所示，反应器为下行管反应器，所述提升管反应器和下行管反应器已为本领域技术人员所公知。
所述裂化条件已为本领域技术人员所公知，一般情况下，裂化条件包括反应温度为400-700℃，优选为450-650℃；反应压力为50-500千帕(表)，优选为80-400千帕(表)；烃油与第一催化剂的接触时间为0.1-20秒，优选为0.3-10秒。
其中，第一催化剂与烃油的重量比可以为1：1至30：1，优选为2：1至20：1。
所述反应产物和积炭的第一催化剂可以通过常规的方法进行分离，例如，使用沉降器或分离器进行分离。所述沉降器和分离器已为本领域技术人员公知。
分离后的积炭的第一催化剂可以经过汽提后进入再生器中，在再生器中与水蒸气和含氧气体接触。其中，可以使用汽提器进行汽提，所述汽提器已为本领域技术人员所公知。
所述再生器可以为本领域公知的再生器，可以使用单个再生器或多个再生器，单个再生器或多个再生器也可带有以蒸汽为介质的外取热器或内取热器。积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在再生器中接触时，积炭的第一催化剂表面沉积的焦炭与水蒸气和含氧气体反应生成氢气、一氧化碳和二氧化碳，根据热力学平衡计算结果，在比较高的温度下生成的气体产物中CO/CO2的比值较高，因此积炭的第一催化剂优选在高温下与水蒸气和含氧气体接触，所述接触温度可以为650-1200℃，优选为800-1100℃，接触时间为30-1200秒，优选为50-1000秒。所述再生器内的压力为50-500千帕(表)，优选为80-400千帕(表)。
水蒸气与含氧气体中的氧气的摩尔比可以为0.25：1至5：1，优选为0.5：1至4.5：1。水蒸气和含氧气体在再生器床层区的表观流速可以为0.1-4.0米/秒，优选为0.2-3.8米/秒。所述含氧气体可以为纯的氧气，也可以为含有氧气的混合气体如空气。
积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触后生成的烟气可以进一步与水一次或多次接触，使其中的一氧化碳转化成氢气。例如，可以将所述烟气冷却至300-480℃，在铁-铬系列催化剂作用下与水蒸气接触；还可以将接触后的烟气继续冷却至180-230℃，在铜-锌系列催化剂作用下与水蒸气进一步进行催化转化反应。所述烟气与水接触之后，还可以用变压吸附工艺吸附出残余的一氧化碳，最后经过脱水和脱除二氧化碳便可制备出所需的高纯氢气。其中，烟气与水接触进行转化的方法以及变压吸附工艺在CN1169707C中有详细的描述。
积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触，所述第二催化剂可以对积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体之间的反应起到催化作用，此外，由于第二催化剂在再生器中循环使用，因此第二催化剂的温度比较高，可以对积炭的第一催化剂起到加热作用，加速积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体之间的反应，从而提高氢气产率。积炭的第一催化剂和第二催化剂的重量比为1：1至80：1，优选积炭的第一催化剂和第二催化剂的重量比为1.5：1至50：1。
由于第一催化剂与第二催化剂的平均粒子直径不同，即第二催化剂的平均粒子直径大于第一催化剂的平均粒子直径，因此积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触之后，可以通过控制生成的烟气的线速度使第二催化剂沉降到再生器的底部，再生的第一催化剂聚集在再生器的中上部，并通过再生催化剂输送管回到反应器中与烃油继续接触。
所述烃油可以为常压渣油、减压渣油、常压重油、减压蜡油、焦化蜡油、溶剂脱沥青油、油砂合成油、页岩油、劣质原油中的一种或几种。
下面结合附图详细描述本发明的具体实施方式。
如图1所示，按照本发明提供的烃油转化方法的一个具体实施方式，将再生器18内烧焦再生后的第一催化剂经管线16进入冷却器6中冷却降温到600-750℃，然后经管线3送入提升管反应器4的底部，催化剂预提升介质经分布器1注入提升管底部将催化剂提升到喷嘴2的高度，与通过喷嘴2注入的烃油接触，烃油气化后携带着第一催化剂在提升管4内上升同时发生裂化反应，得到反应产物和积炭的第一催化剂。在提升管反应器4的顶部出口通过气体沉降器8中的气固分离器9，将反应产物和积炭的第一催化剂分开，分离后积炭的第一催化剂进入汽提器7，汽提水蒸气5通过分布器进入汽提器内，将积炭的第一催化剂中吸附和夹带的反应产物尽可能多地汽提出来，汽提出的反应产物和汽提水蒸气通过汽提沉降器进入气固分离器。气固分离器分离出的反应产物通过管线10进入产品分离系统(图中未画出)。
经水蒸气汽提后的积炭的第一催化剂通过待生催化剂输送管12进入烧焦再生管13，在烧焦再生管底部和来自第二催化剂循环管14的高温第二催化剂混合。第二催化剂和积炭的第一催化剂在混合气11(水蒸气和含氧气体)的提升作用下向上运动，催化剂线速为0.5-8米/秒，最好为0.6-7.5米/秒，积炭的第一催化剂表面的焦炭与水蒸气和氧气反应。向上运动的第二催化剂和积炭的第一催化剂进入再生器床层反应段17。在床层反应段的底部注入另一股水蒸气和含氧气体的混合气体15，使该反应段的气体表观气速控制在0.32-1.46米/秒的范围内，从而使固体颗粒中平均粒子直径较大的第二催化剂沉降聚集到再生器床层反应段17的下部，而平均粒子直径较小的第一催化剂被气体携带到再生器的中上部，部分被携带到再生器18的稀相空间内的第一催化剂通过气固分离器19收集后回到床层反应区17的上部，从而实现第一催化剂和第二催化剂的分离。第二催化剂通过循环管14返回到再生管13的底部，再生后的第一催化剂通过待冷却催化剂输送管16从再生器床层反应段17的上部引入内部设置了冷却盘管的冷却器16内冷却降温后，通过再生催化剂输送管3返回到提升管反应器内循环使用。在再生器中生成以一氧化碳和氢气为主要成分的合成气，通过气固分离器19分离出其中夹带的催化剂后通过管线20送至后续工序制备氢气。
图2为本发明提供的烃油转化方法的另一个具体实施方式，该实施方式与图1所示的实施方式基本相同，不同的是高温再生的第一催化剂不经过外取热器冷却，而是在提升管底部和通过管线21从汽提段引入的积炭的第一催化剂混合，以降低第一催化剂和烃油初始接触时的温度，其中再生第一催化剂和来自汽提器的积炭的第一催化剂的重量比为1：2至10：1。
图3为本发明提供的烃油转化方法的又一个具体实施方式，该实施方式与图1所示的实施方式基本相同，不同的是，在图3所示的实施方式中，第一催化剂通过位于下行反应器内的提升段22进入下行管反应器23中与烃油接触。
下面通过实施例来更详细地描述本发明。
实施例中所用到的原料：
烃油：实施例1-3及对比例1所使用的烃油均为常压重油，该常压重油的性质列于表1中；
催化剂：
将1.8千克高岭土加到8.8千克去离子水中，搅拌30分钟，加入盐酸0.26千克，搅拌30分钟，再加入1.8千克拟薄水铝石，混合搅拌40分钟。在60℃老化1小时，制得载体浆液。
取1.8千克氧化钙加入3千克蒸馏水球磨30分钟，制成氧化钙浆液。
向载体浆液中加入氧化钙浆液获得混合浆料，把混合浆料喷雾干燥制成平均粒径为70微米的催化剂颗粒，用作实施例1的第一催化剂。
按照同样的方法分别制得其它的催化剂，其性质列于表2中；
实施例采用的装置中原料预热采用电加热，提升管外部有辅助电加热。
实施例1
该实施例用于说明本发明提供的烃油转化方法。
如图1所示，来自再生器内烧焦再生后的第一催化剂经冷却器冷却到650℃进入提升管反应器4的底部，与温度为200℃的烃油在提升管反应器中接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂。反应的条件为：反应温度为480℃，反应压力为120千帕(表)，第一催化剂与烃油的重量比为5：1，反应时间为5秒。烃油转化反应后的产品分布参见表3。
上述的反应产物和积炭的第一催化剂进入气体沉降器8中，并通过气固分离器9分离。分离后的积炭的第一催化剂经水蒸气汽提后，进入再生管13中，第二催化剂通过第二催化剂循环管14进入烧焦再生管13中，积炭的第一催化剂与第二催化剂的重量比为20：1。在烧焦再生管和再生器床层反应段内，在第二催化剂存在下，积炭的第一催化剂与水蒸气和氧气的混合气体接触，生成烟气和再生第一催化剂。接触的条件为：接触温度为1120℃，压力为200千帕(表)，所述混合气体中的水蒸气与氧气的摩尔比为2：1，烧焦再生管中水蒸气和氧气的混合气体的流速为1.4米/秒，再生器床层反应区的气体表观气速为0.4米/秒。混合气体和催化剂在再生器内的接触的时间为60秒。沉降聚集在床层反应区17下部的第二催化剂通过循环管14返回再生烧焦管，第一催化剂被气体携带到床层反应区17的上部。再生器内的气体通过气固分离器19分离出其中夹带的催化剂后，通过管线20排出装置，其组成列于表4中。
再生第一催化剂通过冷却器冷却至650℃后输送至提升管反应器中循环使用。
对比例1
该对比例用于说明现有的烃油转化方法。
按照与实施例1相同的工艺条件进行烃油转化，不同的是，没有使用实施例1所述的第二催化剂，烃油转化反应后的产品分布参见表3，得到的烟气的组成列于表4中。
实施例2
该实施例用于说明本发明提供的烃油转化方法。
该实施例按照图2所示的方法进行烃油转化。使用如表1所示的第一催化剂和第二催化剂。来自再生器的再生后的第一催化剂与来自汽提器的已积炭的第一催化剂按照1：1的重量比在提升管底部混合后与预热到200℃的烃油在提升管反应器中接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂。反应的条件为：反应温度为500℃，反应压力为150千帕(表)，第一催化剂与烃油的重量比为6：1，反应时间为3秒。烃油转化反应后的产品分布参见表3。
再生器内积炭的第一催化剂与第二催化剂的重量比为10：1。积炭的第一催化剂与水蒸气和氧气的混合气体接触的条件为：接触温度为850℃，压力为200千帕(表)，所述混合气体中的水蒸气与氧气的摩尔比为4：1，接触的时间为300秒。得到的烟气的组成列于表4中。
实施例3
该实施例用于说明本发明提供的烃油转化方法。
该实施例按照图3所示的方法进行烃油转化，使用如表1所示的第一催化剂和第二催化剂。来自再生器的第一催化剂经冷却器冷却到700℃后进入下行管反应器的催化剂预提升段，经预提升介质提升到下行管入口处与预热到200℃的烃油在下行管反应器中接触并发生反应。反应的条件为：反应温度为550℃，反应压力为200千帕(表)，第一催化剂与烃油的重量比为15：1，反应时间为0.5秒。烃油转化反应后的产品分布参见表3。
再生器内积炭的第一催化剂与第二催化剂的重量比为5：1。积炭的第一催化剂与水蒸气和氧气的混合气体接触的条件为：接触温度为950℃，压力为400千帕(表)，所述混合气体中的水蒸气与氧气的摩尔比为1：1，接触的时间为150秒。得到的烟气的组成列于表4中。
表1
| 项目 | 原料油 |
| 密度(20℃)，克/厘米3运动粘度，毫米2/秒(100℃)凝固点，℃残炭，重量％总酸值，mgKOH/g四组分，重量％饱和烃芳烃胶质沥青质元素分析，重量％CHSN金属分析，微克/克FeNaNiV减压馏程，℃初馏点5％10％30％50％ | 0.9963227.12515.20.928.531.339.70.586.8411.470.430.8421.110.446.11.8332401422503556 |
表2
表3
| 实施例编号 | 对比例1 | 实施例1 | 实施例2 | 实施例3 |
| 产品分布，重量％ | ||||
| 气体 | 8.5 | 8.4 | 9.2 | 8.8 |
| 汽油(≤205℃) | 19.4 | 19.5 | 21.6 | 21.8 |
| 柴油(205-350℃) | 32.1 | 32.5 | 33.8 | 35.0 |
| 腊油(≥350℃) | 18.0 | 18.5 | 14.8 | 14.6 |
| 焦炭 | 22.0 | 21.1 | 20.6 | 19.8 |
从表3所示的结果可以看出，实施例2将来自再生器的再生后的第一催化剂与来自汽提器的已积炭的第一催化剂混合后与烃油接触，增加了剂油比，与实施例1和对比例1相比，气体、汽油和柴油的总含量得到了提高。实施例3将第一催化剂与烃油在下行管反应器中接触反应，与实施例1和对比例1相比，气体、汽油和柴油的总含量也得到了提高。
表4
| 烟气的组成，体积％ | 对比例1 | 实施例1 | 实施例2 | 实施例3 |
| 氢气 | 38.3 | 47.5 | 44.2 | 45.8 |
| 一氧化碳 | 39.5 | 46.9 | 45.2 | 46.4 |
| 二氧化碳 | 20.2 | 3.2 | 8.2 | 5.4 |
| 水蒸气 | 1.2 | 1.7 | 1.7 | 1.7 |
| 其它杂质 | 0.8 | 0.7 | 0.7 | 0.7 |
从表4可以看出，实施例1-3得到的烟气中氢气和一氧化碳的总含量分别为94.4体积％、89.4体积％和92.2体积％，对比例1得到的烟气中氢气和一氧化碳的总含量分别仅为77.8体积％，与对比例1相比，采用本发明所提供的方法所得到的烟气中的氢气和一氧化碳的总含量显著提高。
Claims (16)
1.一种烃油转化方法，该方法包括在裂化条件下，将烃油与第一催化剂接触，得到反应产物和积炭的第一催化剂；将反应产物和积炭的第一催化剂分离；将积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触，其特征在于，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触，所述积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体接触的条件包括接触温度为650-1200℃，接触时间为30-1200秒，压力为50-500千帕，所述第一催化剂和第二催化剂均含有耐热无机氧化物载体和负载在该载体上的金属活性组分，所述金属活性组分选自元素周期表中第ⅠA族、第ⅡA族、第ⅠB族、第ⅡB族、第ⅣB族、第ⅤB族、第ⅥB族、第ⅦB族和Ⅷ族的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或一种以上的混合物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第二催化剂的平均粒子直径大于积炭的第一催化剂的平均粒子直径。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，所述第二催化剂的平均粒子直径为100-400微米，所述积炭的第一催化剂的平均粒子直径为10微米至小于100微米。
4.根据权利要求3所述的方法，其中，所述第二催化剂的平均粒子直径为120-350微米，所述积炭的第一催化剂的平均粒子直径为20-90微米。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，第一催化剂中，所述金属活性成分选自钙、镁、锌、锰、铜、铁、钡、铬、镍、钴、锆和钒的二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或一种以上的混合物，所述载体为氧化硅、氧化铝、高岭土、蒙脱土、海泡石中的一种或一种以上的混合物，所述活性成分与载体的重量比为5∶95至90∶10。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，第二催化剂中，所述金属活性成分选自锂、钠、钾、钙、镁、锌、锰、铜、铁、钡、铬、镍、钴、锆和钒的一价、二价和三价金属元素的氧化物、氢氧化物和碳酸盐中的一种或一种以上的混合物，所述载体为氧化硅、氧化铝、高岭土、蒙脱土、海泡石中的一种或一种以上的混合物，所述活性成分与载体的重量比为5∶95至90∶10。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述水蒸气与含氧气体中的氧气的摩尔比为0.25-5∶1；积炭的第一催化剂和第二催化剂的重量比为1∶1至80∶1。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述接触温度为800-1100℃，接触时间为50-1000秒，压力为80-400千帕，水蒸气与含氧气体中的氧气的摩尔比为0.5-4.5∶1，积炭的第一催化剂和第二催化剂的重量比为1.5∶1至50∶1。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，积炭的第一催化剂与水蒸气和含氧气体在第二催化剂存在下接触后，该方法还包括将第一催化剂和第二催化剂分离。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述裂化条件包括反应温度为400-700℃，反应压力为50-500千帕，烃油与第一催化剂的接触时间为0.1-20秒，第一催化剂与烃油的重量比为1∶1至30∶1。
11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述裂化条件包括反应温度为450-650℃，反应压力为80-450千帕，烃油与第一催化剂的接触时间为0.3-10秒，第一催化剂与烃油的重量比为2∶1至20∶1。
12.根据权利要求1所述的方法，其中，与水蒸气和含氧气体接触后的第一催化剂在催化剂冷却器内冷却至600-750℃与烃油进行接触。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，与水蒸气和含氧气体接触后的第一催化剂和积炭的第一催化剂混合后再与烃油进行接触，与水蒸气和含氧气体接触后的第一催化剂和积炭的第一催化剂的重量比为1∶2至10∶1。
14.根据权利要求1所述的方法，其中，烃油与第一催化剂在反应器中接触，所述反应器为提升管反应器、流化床反应器和下行管反应器中的至少一种。
15.根据权利要求14所述的方法，其中，所述反应器为下行管反应器。
16.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烃油为常压渣油、减压渣油、常压重油、减压蜡油、焦化蜡油、溶剂脱沥青油、油砂合成油、页岩油、劣质原油中的一种或一种以上的混合物。
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