CN1020344C

CN1020344C - 流化床烃类转化方法和装置

Info

Publication number: CN1020344C
Application number: CN89100052A
Authority: CN
Inventors: 莫勒翁·让-路易; 西戈让-倍尔纳; 库塞尔让-克洛特
Original assignee: France Refinery And General Distribution Co
Current assignee: France Refinery And General Distribution Co; Total Marketing Services SA
Priority date: 1987-12-30
Filing date: 1988-12-30
Publication date: 1993-04-21
Anticipated expiration: 2003-12-30
Also published as: FR2625509A1; ES2022682B3; EP0323297B1; FR2625509B1; DE3863352D1; JPH01294794A; JP2509314B2; EP0323297A1; ZA889689B; CN1034949A; GR3002175T3

Abstract

本发明涉及石油烃类的转化方法，此方法包括至少有一种轻质烃类馏分的至少一个蒸汽裂化(阶)段，以及至少有一种重质烃类馏分的催化裂化(阶)段。蒸汽裂化是通过在催化剂粒子流化床中使所述轻质烃类和数量为20%(重量)的水蒸汽接触而实现的，重质烃类的催化裂化是通过将反应区上游部分的流出物喷射到催化剂悬浮体中而实现。

Description

本发明涉及可在同一反应区中从重质烃类进料出发实施催化裂化的转化方法和装置以及同时生产（链）烯烃，特别是通过轻质烃类进料的温和的蒸汽裂化生产含有2-4个碳原子的（链）烯烃。

人们知道，烃类裂化方法为石油工业和石油化学工业所普遍采用，这些方法在于提高温度以将烃类分子分裂成较小分子。有热裂化和催化裂化这两种类型的裂化法，使仅发挥温度影响或者是使催化剂的活性部位起作用。

在一种典型蒸汽裂化（即水蒸气热裂化）装置中，烃类进料是在管式炉中逐渐地加热的，以及热裂化反应（为一种总的吸热的反应），主要是发生在接受最大热通量的管子部分。这些管子的温度取决于待裂化烃类（通常是乙烷或者是液化石油气（GPL）或是汽油，或是石脑油，或是粗柴油）的性质，不管进料的性质如何，其温度总是很高的且超过700℃，由于转化方法的运行条件和使用加热附加能量的炉子的功能复杂性，此温度仍然局限于850℃的最大温度范围。

在一种经典型流化床催化裂化（英文叫做流化催化裂化过程或称为FCC法）装置中，烃类进料一般由粗柴油或者诸如蒸馏残渣油的较重质进料所组成，且与在进料水蒸气中保持悬浮状态的催化剂接触。在通过裂化而达到所需的分子量范围和相应的沸点（Poids d'e'bullition）的降低之后，催化剂与所获得的产品分离，经汽提，通过所形成焦炭的燃烧而再生，然后它再与待裂化进料接触。该催化裂化反应通常发生在温度范围包括在450℃-550℃之间。此反应是为了使裂化装置处于热平衡而不使用外加能量的加热而实施的。换句话说，在反应过程中，通过积焦燃烧而再生的热催化剂的供给是能够符合反应区的不同热要求，即，特别是：

-液体进料的预热;

-液体进料的蒸发;

-牵涉的反应所需求的供热，此反应总的来说是吸热的。

于是，水蒸气裂解法和催化裂化法可在并非没有差别的反应条件下处理不同性质的烃类进料。

本发明涉及的方法和装置主要是在上升和下降的稀释流化相类型的同一反应区中，一方面可实现轻质烃类进料（可包括饱和轻气体或者从汽油到粗柴油馏分）的水蒸气热裂化反应，另一方面，可实现重质烃类进料的催化裂化反应，重质烃类进料主要部分的沸程是处于500℃以上的。

事实上，人们知道重质进料的催化裂化（参阅属于申请人的欧洲专利208 609）需要温度超过或等于烃类的蒸发温度，以便可进行随后的气相反应。当此蒸发温度显著地超过就本义而言裂化反应所需要的温度时，就有可能在受控接触一段时间之后，通过将沸点较低的流体加入悬浮体中，把催化剂粒子的悬浮体和烃类的温度恢复到更适应于催化裂化反应的水平，此流体包括诸如再循环轻油或LCO，（英文叫做Light Cycle Oil轻循环油）和再循环重油或HCO（英文叫做Heavy Cycle Oil重循环油）。

人们还知道，鉴于诸如沥青烯、树脂或聚芳烃等化合物含量，这些重质进料在反应条件下具有提供大量焦炭的趋势，焦炭的数量往往超过为了满足装置平衡所需的数量很多。

本发明力求做到利用重质烃类进料的这一特性以产生焦炭，当焦炭燃烧时，不仅将为蒸发重质进料所需能量供给于催化剂，并且还将补充能量供给于催化剂，从而在反应区的上游部分建立所需条件以实现较轻质烃类的温和的蒸汽裂化，此较轻质烃类包括特别是乙烷、丙烷、丁烷、轻汽油、石脑油和粗柴油。

因此，本发明涉及有流化相催化剂粒子存在时，主要在上升或下降通量的管式反应区中的石油烃类的转化方法，此方法包括在反应区的上游部分至少一种轻质烃类馏分的至少一个蒸汽裂化（阶）段以及在所述反应区下游部分至少一种重质烃类馏分的催化裂化（阶）段，一个不能再用的催化剂粒子的冲击分离（阶）段，至少一个催化剂粒子上积焦的燃烧区中的催化剂的再生（阶）段以及供给于反应区的再生催化剂粒子的循环（阶）段，此方法的特征在于：

-蒸汽裂化是通过在流化床中的催化剂粒子和所述轻质烃类和一定量水蒸气接触而实现的，水蒸气的量至少为轻质烃类量的20%，较佳的包括在30%-50%（重量）之间。所述接触导致的温度包括在650-850°之间，较佳的包括在700-800℃之间。

-重质烃类的催化裂化是通过将来自反应区的上游部分的流出物喷射入催化剂悬浮体中而实现的，从而使混合物的温度先是超过进料的蒸发温度，且包括在500-650℃之间，接着在最接近于重质进料的喷射下游，按反应区的输出条件，通过雾化一种可完全蒸发的烃馏分而使温度回复到包括在475°-550℃之间。

用于蒸汽裂化的轻质烃类可按照需蒸汽裂化的烃类性质借助于一个或几个喷射管路引入反应器中。尤其是，根据本发明方法，特别有利的运用方式，将可以喷射的各种馏分一个接着一个地从上游到下游通过馏份沸点的不断增加的顺序而注入所述反应区中，最轻的馏分被注入最热的区中。例如，有可能将乙烷加入反应器的最上游部分，也就是说，在喷射区中的再生催化剂是最热的，鉴于催化剂和乙烷的接触，将汽油加入温度低的且最接近于下游的区中，但是，此温度仍然是保持足够的以进行汽油的热裂化。接着同样有可能且根据同一原理加入石脑油馏分，然后加入粗柴油馏分。

因此，水蒸气裂解区还可细分成与用于蒸汽裂化的饱和的轻烃馏分一样多的运行苛刻度逐渐减少的区。

这里，喷射入反应区上游部分的水蒸气量与通常条件的流化床裂化的水蒸汽量相比要大得多。然而此水蒸气量仍然是显著地低于传统蒸汽裂化法中实际的量，特别是，这里所述的方法适应于一定量焦炭的可能形成而不存在问题。事实上，水蒸气量一般与待通过蒸汽裂化而转化的烃类量相比是包括在20-60%之间，较佳的包括在30-50%之间。由此可知，特别是由于避免或者至少可将（链）烯烃或二烯属烃的聚合作用减少到最低程度而将较大量的水蒸气喷射入反应区中，从而为蒸汽裂化保持流化相所希望的温度，需要供热就更加重要了，按照本发明，该供热可通过反应区下游部分的重质烃类进料的催化裂化而获得。

部分地与设备的冶金学、部分地与按照本发明方法的运用所要求温度的催化剂稳定性问题相关的技术上困难，较佳地由此导致应用具有起两个不同燃烧室功能的催化剂再生装置，因此，可提供所需的高温催化剂粒子量（对此，参阅由申请人提交的欧洲专利No.189517）。

根据本发明方法的第一项优点是与如下事实相联系的，即在反应器上游部分的蒸汽裂化反应，要求供给大量热，这主要是由于此反应的强烈的吸热性（比催化裂化反应的吸热性强5-10倍）。在反应器上游部分的此大量热的吸收作用起到热井一样的作用，这可表现为如在所有催化裂化装置中的催化剂循环流量的增加。由此可知，催化裂化反应将在催化剂量与待裂化进料量的比（一般称作C/O比）远比以往技术高得多的情况下实现（对此，可参阅欧洲专利No.208609，其结果是，与待裂化重质进料的量相比，显著地改善了汽油和粗柴油的收率。尤其是，C/O比在反应区的下游部分有利地是包括在4和12之间。

根据本发明方法的第二项优点，在于此方法能将低身价的轻馏分（诸如乙烷或某些汽油馏分），且在比传统的蒸汽裂化更高的选择性条件下转化成乙烯、丙烯和丁烯。例如，根据本发明特别有利的运用方式，裂化装置包括反应流出物的分馏装置，可选择性地且按已知方法将上述的烃类和轻气体以及含有2、3或4个碳原子的烃类进行分馏。特别是有可能将乙烷从其它气体流出物中分离出来，并使其再循环，可能与来自其它装置的馏分在反应区最热部分中结合，也就是说，在汽油或粗柴油喷射区的上游，在那里引入再生的热催化剂。

根据此构型，温和的蒸汽裂化是通过在水蒸气存在下，将两种不同的馏分喷射到反应器上游部分中的至少有两个苛刻度逐渐下降的区中而实现的。此两种不同的馏分，一种主要是含有乙烷，但可能还含有丙烷和丁烷的馏分，另一种含有轻汽油的馏分，可能含有石脑油或粗柴油。

根据本发明方法的特别有利的运用方式，丙烯的产量还可以通过反应过程中所产生的含有2个碳原子的烃类的合理再利用而得以显著地提高。为此，使用来自熟知类型的分馏区的乙烷和乙烯混合物，以及将此混合物送入乙烯三聚（作用）反应器中或乙烯低聚（作用）反应器中，例如由以往技术所述类型的反应器（为此，参阅欧洲专利12685，24971，215609或美国专利4605807）以便在流出物分馏之后进行回收：

-一方面，乙烷不再起反应，它将按照本发明被再循环至反应区的上游部分的入口，

-另一方面，由所述低聚作用导致的轻汽油，它们作为轻汽油部分可与在发挥最低苛刻度功能的蒸汽裂化区中的其它汽油一起进行再循环，以便增加丙烯和丁烯的产量，如果这是所探求的目标。

由本发明引出的另一补充优点，在于在反应器上游部分通过蒸汽裂化必然产生的氢易于在反应器的下游部分的反应条件下起作用，因此改善作为高身价产品的转化装置流出物的收率。

因此，根据本发明可使用的蒸汽裂化的烃类馏分包括饱和的轻气体，诸如乙烷、丙烷，或丁烷，或较重质的饱和的或非饱和的烃类，诸如轻汽油、石脑油或粗柴油，甚至是某些沸点较高，但是具有大量链烷的馏分，诸如石蜡或含油蜡。这些烃类馏分或者可来自不同的炼油设备，诸如常压蒸馏装置、减粘裂化装置、加氢裂化装置、油品生产装置或烯烃低聚（作用）装置，或者是转化装置本身的流出物。

喷射于温和的蒸汽裂化区下游的主要进料可以是催化裂化装置类型的进料，但与前述已知的相对比，也有可能使用较重质的进料。

作为按照本发明易于处理的进料，人们可列举诸如真空粗柴油，以及较重质的含烃油品，诸如原油、或许是拔头原油，以及常压渣油或减压渣油。有必要时这些进料可接受预处理，诸如加氢精制。特别是这些进料可含有富沥青烯馏分，且具有等于或超过10%的康拉孙残炭含量。这些进料也可以通过常用的较轻馏分进行稀释或不加以稀释，可包括已经受裂化作用的且被再循环的烃类馏分，诸如裂化粗柴油，L.C.O（轻循环油）或H.C.O.（重循环油）。最终，这些进料一般可在包括100-400℃之间的温度范围内加以预热。

所有这些高沸点烃类进料，由于来自反应区上游部分大量高温催化剂的存在，可很容易地通过在反应区中进行适当的雾化作用而加以蒸发。最重的化合物，特别是在进料中含有的沥青烯，易于承受瞬时热裂化而且是很有选择性的，导致位于反应区下游的易于被催化裂化的较轻产物的形成。

为此，在反应区上游部分中烃类喷射是借助于性能良好的雾化器，诸如文丘里型管式雾化器而实施的，以便尽可能提供最小直径的液体小滴，一般小于100微米，较可取的是50微米。事实上，此雾化的细度可使形成的小滴当与高温催化剂流接触时以似瞬时的方式蒸发。

进料和催化剂粒子的混合物温度可与为获得进料所有成分完全蒸发所需的温度一样高，而与位于更下游区的催化裂化的最终温度则仍然不相关联的，这是由于在主要残渣进料的下游喷射另一种烃类馏分（例如重循环油或轻循环油的液体馏分），这后一馏分（LCO）按温度和数量进行喷射，如在反应区中的另一部分的支配温度是可以调节的，以便使催化裂化在最佳条件下实施。为此目的，装置将含有调节循环中进料流量的设施，以便例如保持反应的最终温度使其适配于待裂化进料、裂化条件与所探求的运行类型的规定温度值相等（例如：汽油运行：最终温度500-530℃，或粗柴油运行，最终温度：480-510℃）。因此，蒸发的裂化进料和催化剂的混合物温度可保持在进料的露点以上，且使裂化温度适应于裂化流出物所需的选择性。

因此，本发明还涉及石油馏分的流化催化相的转化装置，此装置包括一反应区，在高温下使石油馏分与催化剂粒子在一主要是上行或下行通量的管式反应器中进行接触，所述催化剂粒子和裂化馏分的冲击分离设施，催化剂粒子的汽提设施，通过沉积在催化剂粒子上焦炭燃烧的催化剂粒子再生设施，将再生催化剂粒子供给于所述反应器的再循环设施，所述装置的特征在于它含有至少把一种轻质烃类馏分（例如，饱和的轻气体，汽油或粗柴油喷射入管式反应器上游部分的装置，在有水蒸气存在下，水蒸气量与烃类量比较至少为20%（重量），较佳的为包括在30-50%（重量），以便在稀释流化床中的混合物温度保持在包括650-850℃之间，以及其特征在于在管式反应器的下游部分，含有一较重质烃类馏分的第一雾化设施，它是在这样的条件下雾化的，即混合物温度超过所述烃类的蒸发温度且包括在500-650℃之间，以及在最接近于所述较重质烃类喷射区下游布置了第二雾化设施，以便按反应区输出条件喷射一种可以完全蒸发的烃类馏分。

尤其是此转化流出物的温度通过重质进料喷射区下游，雾化规定量的轻循环油（LCO）或重循环油（HCO）而使其保持恒定在475和550℃之间。此雾化作用，如同催化裂化重质进料的雾化，将借助于已知类型的喷射器实施，从而可在一个或几个喷射器的出口获得至少有80%直径低于100微米的小滴。

当然，根据本发明方法可运用许多变体，为此，引入于下游部分的重质烃类进料的流量与引入于上游部分的较轻质烃类进料（特别是正烷和汽油）的流量之间的比例可在值得注意的百分比率中予以变动，例如包括在0.20-1.50之间的重量比。

为运用符合于本发明的方法，人们可使用所有具有催化裂化能力的催化剂类型。一种特别有利的类型是具有多孔结构的催化剂种类，在多孔型结构中，分子可与在孔隙中存在的活性部位接触;在这种类型的催化剂中，特别是人们可发现硅酸盐，或硅铝酸盐，尤其是可在市场上购到的包含沸石的催化剂带有含多种多样金属氧化物的载体以及所述氧化物的混合物的载体，特别是硅石、氧化铝、氧化镁、氧化钛、氧化钡，以及这些物质的混合物以及所述氧化物与粘土桥接或非桥接的混合物。催化剂的组成自然地可含有一种或几种有助于方法的一种或另一个阶段的助剂，因此，特别是催化剂可含有在再生过程中有助于焦炭燃烧的助剂。

本发明将在下述描述中作更详细说明，参阅仅有的一张附图，它具体说明具有上升柱或提升管和两个燃烧室的整套流化床转化装置的应用，特别是适宜于易于达到高温的催化剂的完全再生。

图中所示的上行流化相转化装置主要含有柱1，叫做进料提升管或立管。此装置通过管路2向其底部供给呈颗粒状的再生催化剂粒子，催化剂粒子的量是通过阀3而调节的。再生粒子是通过扩散器5将来自管路4的蒸汽或气体喷射到提升的底部而被流化的。

于是，特别是含有乙烷的轻质饱和气体是借助于扩散器7被引入上升柱，通过管路6向扩散器7供给由管路10提供的补充水蒸气。支配这部分空间的温度超过750℃，较佳的是800℃，从而可将这些饱和的轻气体蒸气热裂化。在此第一蒸汽裂化区的下游，通过由管路9供给的扩散器8而喷射的汽油或粗柴油馏分，转过来说，可在较低的温度水平下（约为150-750℃范围）被裂化。此外，补充蒸汽可通过管路10而提供。

比粗柴油更重质的烃类进料是通过由管路12供给的一个或几个喷射器11而引入于反应器中，其量是这样的，以便支配柱1的这部分的温度超过或等于所述进料的蒸发温度。因此，就适宜于将混合物温度恢复到最有利于催化裂化的值，也就是说475-550℃的范围，这是借助于管路13供料于喷射器14以雾化诸如轻稀释的（LCO）或重稀释的（HCO）烃类。

柱1的顶部开向与柱同心的室（容器）15，而在室中，一方面进行裂化进料的分离，另一方面，对不能再用的催化剂粒子进行汽提。旋风或非旋风的冲击式分离系统是位于室15中，而烃类流化物是通过配装在室15顶部的排出管路16而排放的，而不能再用的催化剂粒子重新向室15的底部下降，在室15的底部由管路17供给汽提气体（一般为水蒸汽）于匀称地布置在室15底部的几个扩散器18。经过汽提的催化剂粒子通过管路19而排向再生器。管路19上配有一调节阀20。

本文图中所示的再生器，包含在有氧存在下，沉积于催化剂粒子上的焦炭的第一燃烧区21。因此，焦炭主要是借助于空气而燃烧的，且通过一根管路22（它供给空气于扩散器23）而喷射到再生器栅上。燃烧气体在旋风分离器24中与催化剂粒子分离，而此燃烧气体则通过一根管路25从旋风分离器中排出，而部分再生的催化剂粒子则通过中央管道27转移到第二燃烧区26，中央管道27通过管路28供给以空气。第二燃烧区26的底部也可通过管道30将空气供给于扩散器29。此再生催化剂粒子是侧向地排放入一个缓冲室31内且通过管路2再循环到提升管1的进料口。在室26顶部排放的燃烧气体是在位于室外的旋风分离器32内加以处理的，以及从旋风分离器的底部开始，催化剂粒子通过管道33返回室26中，而燃烧气体则通过管道34排出。

另一方面，反应流出物是通过管路16离开汽提区被送入简略地表示的分馏装置35中，可分离：

-通过管路36，分离轻气体或干气（特别是氢、甲烷、乙烷、乙烯、NH₃、C₃-C₅的烃类、H₂S的化合物），接着，这些气体可以在另一分馏装置37中加以处理，可按已知方法通过管路38分离乙烷和乙基，而C₃-C₅的烃类则通过管路39而排出;

-通过管路40分离汽油馏分，其沸腾范围一般是由C₅馏分一直扩展到160-220℃。

-通过管路41，分离粗柴油馏分，通常也称为LCO（轻循环油），其沸点范围一般从160-220℃（初馏分）一直扩展到320-380℃（尾分馏）。

-通过管路42，分离重稀释馏分，通常也称为HCO（重循环油），身价较低（低粘度燃料油基），其沸腾范围一般包括在320-380℃（初馏分）和480-500℃之间（尾馏分）。

-最后，通过管路43，分离蒸馏残渣油馏分，它包含有最重的和最难裂化且数量方面或多或少有一些重要的催化剂碎屑的产物;此残渣油具有的沸点一般是超过400℃（但也可包括所有沸点超过320-380℃的（蒸馏残渣油），通常是称为“催化淤浆”。根据运用本发明的特别有利的一种方式，将来自管路38的乙烷和乙烯送入低聚反应器44中。接着，一分馏装置45通过管路46排出不起反应的乙烷和乙烯，而烯属轻质汽油（其沸点一般是包括在30-100℃之间）是通过管路47而提取的。于是管路46可将回收的乙烷通过管路6送入反应器的上游部分，而轻汽油，则或是通过提高其身价处理或是通过在管道9中的再循环而予以蒸汽裂化，这是为了使丙烯产量达到最高程度。

最后，来自分馏区35的重循环油（HCO）部分是通过管42再循环流入管路13中以调节柱1下游的反应温度。此调节是通过阀48实行的，其流量是例如按测得温度而调节的（借助于较好地位于反应器出口的一个探头测温）。

同样，阀49和50可调节通过管路9和6引入于反应区上游部分的轻质烃类数量，此量随着在此部分中测得的温度而变化，以便使此温度保持在650-850℃之间，可确保符合于本发明的蒸汽裂化。

实施例

下述的试验是在按图1所示类型具有两个再生区上升流化相的同一装置中实行的，从汽油馏分（直馏馏分）和进料A出发，进料A为胜利型原油的常压渣油。

这些进料具有下述特性：

汽油进料A

-比重（15℃） 0.675 0.955

-馏出体积%（50℃） 20 -

馏出体积%（70℃） 70 -

馏出体积%（100℃） 99 -

-馏出重量%（450℃） - 20

馏出重量%（550℃） - 45

蒸出重量%（650℃） - 70

-石蜡/环烷/芳烃（重量%） 77/17/6 -

-H₂（重量%） 13.4 12.1

-S（重量%） - 1.0

-N总量（重量%） - 0.6

-C（重量%） - 8.1

-Ni+V（ppm） - 40

我们使用市售的催化剂，它包括超稳定化的沸石和一种能胜任裂化最重质烃类分子的基质。在试验条件下依次将乙烷和汽油喷射进反应区的上游部分，接着，依次地将进料A和一定数量的重循环油（HCO）喷射入下游部分，此试验的条件如下所示：

立管上游区：

乙烷的喷射

-再生催化剂温度（℃）：800

-再生催化剂流量（t/h）：720

-320℃的蒸汽流量（t/h）：40

-乙烷流量（t/h）：5

-混合物温度（℃）：785

汽油的喷射

-320℃的蒸汽温度（℃）：1

-150℃的汽油流量（t/h）：20

-混合物温度（℃）：725

立管的下游区：

进料的喷射

-320℃的蒸汽流量（t/h）：2.5

-380℃的进料A流量（t/h）：100

混合物温度（℃）：575

重循环油（HCO）的喷射

-200℃的重循环油流量（t/h）：25

-320℃的蒸汽流量（t/h）：0.5

-混合物温度（℃）：530

-反应的终止温度（℃）：525

回收转化反应流出物后，我们分析这些流出物的性质。分析结果（与待转化烃类总量相比的重量%，即与乙烷、汽油、常压渣油相比的重量%）表明与传统类型的方法比较，本发明分析结果是优良的，其结果如下：

重量%

H₂S+NH₃：0.7

H₂：0.4

C₁：2.8

C₂：3.1

C₂（烯属的）：6.8

C₃：1.0

C₃（烯属的）：6.1

C₄：2.6

C₄（烯属的）：6.6

馏分（C₅-220℃）：39.3

馏分（220-360℃）：18.5

馏分（360℃）：4.4

焦炭 7.7

Claims

1、石油烃类的转化方法，主要是在上行或下行通量的管式反应区中，有流化相催化剂粒子的存在下，此方法包括在反应区的上游部分，至少有一种轻质烃类馏分的至少一个蒸汽裂化(阶)段，以及在所述反应区的下游，至少有一种重质烃类馏分的一个催化裂化(阶)段，一个不能再用的催化剂粒子的冲击分离(阶)段，至少在一个燃烧区中催化剂粒子积焦的一个催化剂再生(阶)段，以及供应再生催化剂粒子于反应器的一个再循环(阶)段，

此方法的特征在于：

-蒸汽裂化是在流化床中通过催化剂粒子和所述轻质烃类以及一定量的水蒸气接触而实现的，水蒸气量至少等于20%(重量)，较好的是轻质烃类量的30-50%(重量)的，由所述接触导致的温度包括在650-850℃之间，较佳地是包括在700-800℃之间；

-重质烃类的催化裂化是通过把来自反应区上游的流出物喷射于催化剂悬浮体中而实现的，以便使混合物的温度首先超过进料的蒸发温度，且包括在500-650℃之间，然后，在最接近于重质烃类喷射的下游，按照反应区输出条件，通过雾化一种可完全蒸发的烃类馏分而使温度恢复到包括在475-550℃之间。

2、根据权利要求1的方法，其特征在于待蒸汽裂化的轻质烃类馏分包括饱和的轻气体、汽油、石脑油和/或粗柴油。

3、根据权利要求1的方法，其特征在于所述轻质烃类喷射到至少为2个区内，且从所述的反应区从上游到下游，通过沸点的递增顺序，最轻的馏分被引入最热的区中。

4、根据权利要求1的方法，其特征在于待催化裂化的重质烃类馏分含有常压渣油型或减压渣油型进料，这些进料按重量计至少有20%具有超过550℃的沸点。

5、根据权利要求1的方法，其特征在于最接近于重质进料喷射下游的雾化烃类大部分是由HCO（重循环油）或LCO（轻循环油）的再循环而组成的，重循环油和轻循环油来自反应区产生的流出物蒸馏的分馏。

6、根据权利要求1的方法，其特征在于喷射在反应区下游部分的烃类是按小滴形状而雾化的，其中至少有80%具有小于100微米的直径。

7、根据权利要求1的方法，其特征在于催化剂粒子是在两个不同燃烧室中，通过燃烧沉积在催化剂粒子上焦炭而再生的，每一个燃烧室都具有其气体流出物的合适的排放设施。

8、根据权利要求1的方法，其特征在于在反应器下游部分，催化剂量与待裂化进料量之比是包括在4.0和12.0之间。

9、根据权利要求1的方法，其特征在于来自反应作用流出物分馏的乙烯被送入低聚反应器中，低聚反应器的流出物在反应器上游部分再循环。

10、石油馏分的流化催化相转化装置，此装置包括主要是上行或下行通量的管形反应器（1）中石油馏分与催化剂粒子于高温下进行接触的反应区，所述粒子和裂化馏分的冲击分离设施，催化剂粒子的汽提设施（18），利用燃烧催化剂粒子上积焦的催化剂粒子再生设施（21，26），以及将再生粒子供给于所述反应器的再循环设施（2），所述装置其特征在于它含有喷射设施（7，8）以将至少为一种轻质烃类馏分（诸如饱和的轻气体，汽油或粗柴油）注入管式反应器的上游部分，而且是在有水蒸气存在下，水蒸气量与烃类量相比至少等于后者的20%（重量），较佳的包括在后者的30-50%（重量）之间，以便使形成的混合物在稀释流化床中保持温度在650-850℃之间，以及其特征在于在管式反应器的下游部分含有第一雾化设施（11），雾化至少一种较重的烃类馏分，且在这样的条件下，即混合物的温度超过所述烃类的蒸发温度，且包括在500-650℃之间，以及第二雾化设施（14）是布置在最接近于所述较重质烃类喷射区的下游，以便按反应区输出条件喷射一种可完全蒸发的烃类馏分。