CN102337148A

CN102337148A - 一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法

Info

Publication number: CN102337148A
Application number: CN2010102336644A
Authority: CN
Inventors: 朱根权; 谢朝钢; 汪燮卿
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: 2010-07-22
Filing date: 2010-07-22
Publication date: 2012-02-01
Anticipated expiration: 2030-07-22
Also published as: CN102337148B

Abstract

一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法，将富含C₄ ^＝～C₈ ^＝烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与催化裂化催化剂接触进行反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物分馏得到低碳烯烃、汽油、柴油、重油及其它低分子饱和烃类；所述的催化转化装置包括提升管反应器、流化床反应器、沉降器、汽提器和再生器，其中，汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器与流化床反应器的底部连通，提升管反应器的出口和流化床反应器下部连通，而且流化床反应器的出口通过稀相管与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部连通。本发明提供的方法低碳烯烃选择性高。

Description

一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法

技术领域

本发明涉及烃类催化转化，更具体地说，涉及C4～C8烯烃在含中孔小分子烯烃选择性好的催化剂存在下发生催化裂解反应，选择性制取小分子烯烃特别是丙烯的方法。

背景技术

目前低碳烯烃(乙烯+丙烯)主要来源于蒸汽裂解装置，其余主要来自炼厂(主要是催化裂化装置)副产，此外，可以通过烃类特别是烯烃和含沸石催化剂接触发生裂解反应，制取低碳烯烃。如CN1414068A公开一种由低附加值烯烃与含有选自硅铝比为20～70的ZSM-5型沸石催化剂接触，生产乙烯和丙烯的方法。催化剂所含沸石利用选自II A族金属、稀土金属的金属元素和磷进行改性。CN1413966A公开了一种由碳四及其以上烯烃催化裂解生产丙烯的方法，催化剂所含沸石为ZSM-5型。该发明未提及催化剂的水热稳定性。CN1304440A公开了一种将石脑油馏分(18℃～220℃)与含有选自硅铝比大于200、孔径小于0.7nm的中孔沸石催化剂接触，制取丙烯的方法。CN1274342A公开了一种将烯烃原料与含有选自硅铝比为200～5000、孔径0.5～0.65nm的沸石催化剂接触，生产乙烯和丙烯的方法，该催化剂中基本不含质子。CN1284109公开了一种将烯烃原料与含有硅铝原子至少约180的沸石催化剂接触，生产丙烯的方法。

CN1406253A、CN1406252A、CN1393448A、CN1380899A、CN1380898A公开了一种由催化裂化或热裂化石脑油选择性制备C3烯烃的方法，该法所用催化剂含ZSM-5型沸石，沸石硅铝摩尔比低于40。CN1402770A公开了一种由催化裂化或热裂化石脑油选择性制备轻质(C2～C4)烯烃的方法。

US5043522公开了一种利用含ZSM-5型沸石催化剂将烷烃和烯烃混合物转化为小分子烯烃的方法。US6222087公开了一种利用含硅铝比大于300的ZSM-5型沸石催化剂将C4～C7烯烃或烷烃转化为小分子烯烃的方法，沸石利用磷和镓进行改性。

上述技术主要通过沸石改性，改变沸石硅铝比等措施，提高产物中丙烯的产率和选择性。但现有技术没有考虑到生成丙烯的转化反应，导致产品中的丙烯选择性偏低。

现有技术的催化裂化的提升管反应器内，催化剂的浓度随着气体体积的增加而降低，一般而言，在提升管的后半段催化剂的质量浓度明显降低，同时反应温度也明显下降，因而富含C4～C8烯烃原料难以充分裂化而生成丙烯等小分子烯烃。另外C4～C8烯烃相对于重油原料更难转化，因此需要更高的反应温度，相应的油剂接触温度也很高，造成干气产率较高。

发明内容

本发明的目的是在现有技术的基础上，提供一种将C4^＝～C8^＝烯烃高选择性地催化转化为丙烯的方法。

本发明提供的烃类催化转化方法，包括将富含C₄ ^＝～C₈ ^＝烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与催化裂化催化剂接触进行催化裂解反应，然后分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物分馏得到低碳烯烃、汽油、柴油、重油及其它低分子饱和烃类；其特征在于所述的催化转化装置包括至少一个提升管反应器、流化床反应器、沉降器、汽提器和再生器，其中，所述的汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器与流化床反应器的底部连通，提升管反应器的出口和流化床反应器的下部的任意位置连通，而且流化床反应器的出口通过稀相管与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通，所述沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部连通。

本发明提供的方法的有益效果为：

本发明提供的方法采用流化床反应器进行C4^＝-C8^＝烯烃的裂解，催化剂密度高，油剂接触温度较低，可以高选择性地制取低碳烯烃，特别是丙烯。采用本发明提供的方法，可以使流化床反应器内流出的物料通过稀相管快速进入气固分离设备从而实现反应后的产物与待生催化剂的快速分离，通过减小流化床上方的稀相空间，缩短油气在流化床反应器上方的停留时间，有利于抑制生成丙烯在高温环境下的再转化反应，同时抑制热裂化等二次反应，降低干气产率。

附图说明

附图为本发明提供的烯烃原料催化转化制取丙烯的流程示意图。

1-提升管，2-流化床反应器，3-汽提器，4-沉降器，5-再生器，6、7、8、9-分离设备；11-提升管反应器提升介质喷嘴12-流化床反应器进料管；13-待生催化剂管；14-沉降器出料管；15-管线；41-流化床反应器出口稀相管；51-再生器进气管线；52-再生器烟气出口；53-再生催化剂管线。

具体实施方式

本发明提供的方法是这样实施的：

将富含C4^＝～C8^＝烯烃的原料在催化转化装置的流化床反应器中，与催化裂化催化剂接触进行催化裂解反应，然后将反应产物和待生催化剂从所述反应器中引出后进行分离，分离出的待生催化剂经汽提，再通过烧焦再生后返回反应器内循环使用，分离出的反应产物分馏而得到低碳烯烃、柴油、重油及其它低分子饱和烃类；所述催化转化装置包括至少一个提升管反应器、流化床反应器、沉降器和汽提器和再生器，其中所述汽提器位于所述流化床反应器的下方，并且汽提器与流化床反应器的底部直接连通，提升管反应器的出口和所述流化床反应器的下部的任意位置连通，而且所述流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口通过稀相管连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部连通。

本发明提供的方法中，所述的提升管反应器选自等直径提升管反应器、等线速提升管反应器和变直径提升管反应器中的一种或几种。所述流化床反应器选自散式流化床反应器、鼓泡床反应器、湍动床反应器、快速床反应器、输送床反应器和密相流化床反应器中的一种或几种。

本发明提供的方法中，优选的方案是所述沉降器、流化床反应器和汽提器同轴，并且沉降器位于所述流化床反应器上方，汽提器位于流化床反应器下方。提升管反应器的出口和所述流化床反应器的下部任意位置连通，所述沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部连通。所述的催化转化装置一个优选的方案是包含一个提升管反应器，所述的提升管反应器穿过汽提器内部而开口于所述流化床反应器的下部，提升管反应器和流化床反应器构成复合反应器。

本发明提供的方法中，所述的催化转化装置中包括催化剂再生器，用于积炭的待生催化剂烧焦再生以恢复活性，并通过至少一条催化剂输送通路向催化裂化反应器提供再生的热催化剂。

现有技术的催化裂化提升管反应器内，富含C4^＝～C8^＝烯烃的原料难以充分裂化而生成丙烯等小分子烯烃，同时干气产率较高。为解决该问题，本发明提供的方法中，在提升管反应器之后设置了流化床反应器，并使该流化床反应器的下部与汽提器连通，因而流化床反应器内催化剂的藏量可以通过汽提器的待生催化剂流量控制阀的开度来进行调节。C4^＝～C8^＝烯烃原料直接喷入流化床反应器，这样既可以降低油剂接触温度，又更好的控制了反应床层的催化剂密度。提升管反应器主要作为再生催化剂的输送线，通过提升介质将热的再生催化裂化催化剂输送到流化床反应器中，提升管反应器内的气体表观流速一般在6-30m/s，流化床反应器内的气体表观流速一般在3m/s以下，因而和提升管反应器相比，流化床反应器内可以保持较高的催化剂浓度，一般在200kg/m³以上。

本发明提供的方法中，所述流化床反应器中的操作条件为：反应温度为480-680℃、优选520-650℃，反应区的绝压为0.15-0.3MPa、优选0.18-0.28MPa，剂油比为8-40、优选8-25，原料的重时空速为0.2-30h^-1、优选0.5-28h^-1。

本发明提供的方法中，所述流化床反应器的出口与所述沉降器内的气固分离设备的入口通过稀相管实现流体连通。优选所述的流化床反应器的出口通过缩径的稀相管与沉降器内的气固分离设备连通。流化床反应器的出口的缩径稀相管的内径为流化床反应器内径的20-70％、优选30-50％。所述稀相管的出口端与气固分离设备的入口直接连通或敞口于气固分离设备入口附近。采用这些优选的结构可以使流化床反应器内流出的物料快速进入气固分离设备从而实现反应后的产物与待生催化剂的快速分离，通过减小流化床上方的稀相空间，缩短油气在流化床反应器上方的停留时间，有利于抑制生成丙烯在高温环境下的再转化反应，同时抑制热裂化等二次反应，达到降低干气产率的目的。

本发明提供的方法中，使汽提器位于流化床反应器的下方，并且使汽提器与流化床反应器的底部连通。由此，向汽提器中供应的水蒸汽可以向上通过流化床反应器作为其中发生的催化裂化反应的注水蒸汽而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。

另外，由于汽提器与流化床反应器气固连通，因此，通过调节汽提器向再生器排出待生催化剂的流量控制阀，可以直接控制流化床反应器中催化剂的料面，进而控制流化床反应器内反应的重时空速，由此可以增加催化裂化反应的工艺灵活度。

本发明提供的方法中，为降低反应器中油气分压，在进行所述催化裂解反应的过程中可以向所述流化床反应器中注入选自水蒸气、氮气、氢气、C₁～C₄烷烃、二氧化碳、一氧化碳等的稀释剂，其中，优选水蒸气，并且水蒸气与烃类原料的重量比优选为0.01～1∶1。所述稀释剂可以从提升管底部注入，可以同时充当提升介质。提升介质为水蒸气、氮气、氢气、C1～C4烷烃、二氧化碳、一氧化碳中一种或几种混合物，其中，优选氢气、C1～C4烷烃中一种或几种混合物，在完成提升功能的同时，对催化剂具有改性作用。

本发明的产物物流经初步分离，得到H₂～C₂组分、C₃组分、C₄组分，C₅组分，C₆以上组分，其中C₃馏分丙烯含量超过85wt％，可进一步分离得到高纯度的丙烯。分离得到的H₂-C₂组分部分返回提升管作为提升介质，同时对催化剂起到改性作用。分离得到的C₄、C₅组分可以部分返回流化床床层继续反应，获得最大丙烯产率。分离得到C₆以上组分富含芳烃。

本发明提供的方法中，所述的富含C₄ ^＝～C₈ ^＝烯烃原料中烯烃含量大于20wt％，优选大于30wt％，更优选大于40wt％。

本发明提供的方法中，以催化剂的总重量为基准，所述的催化裂化催化剂中含有1-60wt％的中孔分子筛、5-99wt％的耐热无机氧化物和0-70％的粘土。其中，所述的中孔分子筛为SAP0分子筛和/或具有MFI结构的分子筛。优选的，所述的中孔分子筛为选自VIII族金属、IB族和碱土金属中的一种或几种元素改性的含磷和稀土的具有五元环结构的高硅分子筛。当分子筛的硅铝摩尔比在20～300，最好是40～100时，催化剂中沸石含量在15～70wt％，最好在20～50wt％时，催化剂活性与选择性能较好的匹配。

本发明提供的方法中，所述的催化剂优选还可以含有大孔分子筛，选自层柱分子筛和/或Y型分子筛，其含量在1～15wt％。

本发明提供的方法中，所述的耐热无机氧化物为SiO₂和/或Al₂O₃，所述的粘土是天然的或人工的合成的，经或不经各种化学/或物理处理的、通常用作裂化催化剂载体的各种粘土，如高岭土、多水高岭土等。

本发明提供的方法中，所述的分子筛具有良好的小分子烯烃、特别是丙烯选择性、良好的水热稳定性和机械强度。

本发明提供的方法中，所述的含C4^＝～C8^＝烯烃的原料，结焦可能性小，可以在一定程度上提高原料的预热温度，更好调节装置自身热平衡。原料可和产物物流进行热交换，或者通过加热炉加热，获取足够的热量。原料预热温度在200～600℃。

下面结合附图对本发明所提供的方法进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。

附图为本发明提供的烃类催化转化方法流程示意图。其中，催化转化装置中的反应器是由提升管反应器1、流化床反应器2构成的复合反应器。本示意图为简化流程，但并不影响本领域普通技术人员对本发明的理解。

富含C4^＝～C8^＝烯烃的原料经过预热至200-600℃后，与水蒸气一起通过喷嘴12喷入流化床反应器2，在反应温度480-680℃、优选520-650℃，压力0.15-0.3MPa、优选0.18-0.28MPa(绝压)，催化剂与烃类原料的重量比为8-40、优选8-25，所述原料的重时空速为0.2-30h^-1优选0.5-28h^-1的条件下，与由流化床反应器内催化剂接触、反应。由于流化床反应器内催化剂藏量大，来自提升管1的高温再生催化剂与流化床反应器内催化剂混合，温度将有所降低，有利于降低原料与催化剂的接触温度，更好的控制反应温度，达到降低干气产率的目的。

生成富含小分子烯烃的油气以及携带的催化剂经缩径的稀相管41去沉降器4中的气固分离设备进行沉降分离，沉降分离得到的催化剂由管线15返回流化床反应器2底部。

最终反应产物与待生催化剂分离后，分离出的反应产物由管线14离开反应系统，通过分离设备6分离得到干气(H₂-C₂)组分，分离得到的干气可以部分由提升管进料管线11进入提升管反应器充当提升介质和改性剂。分离得到的C2以上组分通过分离设备7进一步分离，得到C3、C4组分和C5以上组分。C3、C4组分通过分离设备8进一步分离，得到富含丙烯C3组分和C4组分，分离得到C4组分可以部分由流化床反应器进料管线12返回流化床反应器进一步反应，生成丙烯。C5以上组分通过分离设备9进一步分离，得到C5组分和C6以上组分，分离得到C5组分可以部分由流化床进料管线12返回流化床反应器进一步反应，生成丙烯。富含丙烯的C3组分通过本领域技术人员熟知的分离技术，得到高纯度丙烯。

分离得到的待生催化剂由待生剂管线13送至再生器5进行再生。热空气由管线51进入再生器5，催化剂烧焦再生产生的烟气由管线52离开再生器。再生催化剂由再生催化剂管线53返回提升管反应器1并提升至流化床反应器2中重复使用。

下面的实施例将对本方法予以进一步的说明，但并不因此限制本方法。

实施例和对比例中使用的材料如下：

盐酸由北京化工厂生产，化学纯，浓度36-38wt％；

高岭土由苏州高岭土公司生产，固含量为74.0wt％；

拟薄水铝石为山东铝厂工业产品，固含量为62.0wt％；

铝溶胶为中石化股份公司齐鲁催化剂分公司产品，Al₂O₃含量为21.5wt％；DASY分子筛(固含量为92.0wt％)、ZSP分子筛(固含量为97.8wt％)均由中石化股份公司齐鲁催化剂分公司生产。SAPO-34分子筛(固含量为83.0wt％)中石化股份公司长岭炼化公司催化剂厂生产。累托石为湖北钟祥名流累托石科技股份有限公司产品，组成见表2。

实施例1

根据配比取ZSP分子筛、高岭土、累脱石和拟薄水铝石，加入脱阳离子水和铝溶胶打浆120分钟，浆液的pH值3.0。将混合物继续打浆45分种，然后将得到的浆液在入口温度500℃，尾气温度180℃的条件下进行喷雾干燥，得到平均颗粒直径为65微米的微球。将微球于500℃下焙烧1小时，制得含35wt％ZSP分子筛、45wt％高岭土、20wt％Al₂O₃的微球催化剂A。

按照如上方法制备催化剂B-J，催化剂的组成如表1所示。添加累托石的催化剂最后在500-600℃下焙烧3-6小时。

表1催化剂A-J的组成

催化剂	分子筛种类及含量，wt％	高岭土，wt％	氧化铝，wt％	ZSP分子筛硅铝比
					A	35(ZSP)	45	20	30
B	25(ZSP)	55	20	60
					C	35(ZSP)	45	20	60
D	50(ZSP)	30	20	60
					E	35(ZSP)	45	20	90
F	35(ZSP)	45	20	120

[0048]

G	35(ZSP)	45	20	250
					H	33(ZSP)+5(DASY)	42	20	60
I	20(SAPO-34)+5(累脱石)	55	20
					J	15(ZSP)+5(SAPO-34)+5(累脱石)	55	20	60

表2累脱石的组成(wt％)

F	Na₂O	MgO	Al₂O₃	SiO₂	P₂O₅	SO₃	K₂O
								0.17	1.4	0.55	39.3	42.5	0.52	2.5	1.6
CaO	TiO₂	Cr₂O₃	Fe₂O₃	SrO	Y₂O₃	ZrO₂
								4.7	3.5	0.12	2.9	0.19	0.065	0.093

实施例2～10

实施例2～10说明采用本发明提供的富含C4～C8烯烃原料催化转化方法时的效果。

将催化剂在760℃，用100％水蒸汽老化10小时，使用中型试验装置，其中提升管反应器的内径为18毫米，高度为6米，流化床反应器内径为64毫米，高度为0.5米，流化床反应器出口稀相管的内径为流化床反应器内径的30％。复合反应器中催化剂的装量为60千克。流化床反应器中喷入烯烃原料，其为主要组成为：含有3.67wt％的丁烷、96.33wt％的丁烯。提升管用来输送再生催化剂。

反应条件和结果见表3-表5.

对比例1

对比例1说明采用提升管加流化床反应器进行富含C4～C8烯烃原料催化转化方法时的效果。结果见表2。

将催化剂在760℃，用100％水蒸汽老化10小时，使用中型试验装置，其中提升管反应器的内径为18毫米，高度为6米，流化床反应器内径为64毫米，高度为0.5米，流化床反应器出口没有稀相管。复合反应器中催化剂的装量为60千克。提升管反应器下部喷入碳四原料，其为主要组成为：含有3.67wt％的丁烷和96.33wt％的丁烯。反应条件和结果见表3。

由表3可见，和现有技术中采用提升管反应器和流化床反应器组成的复合反应器进行烯烃原料裂化的方法相比，本发明提供的方法在同样的催化剂和反应条件下，丙烯产率提高了7.10个百分点，干气产率降低4.84个百分点。

表3

实例	实施例2	实施例3	实施例4	对比例
					催化剂	A	B	C	C
反应条件
					反应温度，℃	550	610	590	590
剂油比，m/m	40	29	25	25
					空速，l/h	4.2	11.2	8.7	8.7
水油比，m/m	0.26	0.3	0.35	0.35
					物料平衡，wt％
H₂-C₂	9.45	7.06	9.12	14.06
					C3组分	61.38	55.92	60.67	55.88
C4组分	12.79	19.08	12.77	13.86
					C5组分	4.81	6.90	4.90	5.16
C6+汽油	7.59	7.55	8.51	7.55
					焦炭	3.50	3.13	3.60	3.13
重油+损失	0.49	0.35	0.42	0.35
					总计	100.0	100.0	100.0	100.0
丙烯产率，wt％	55.18	51.72	55.82	48.72
					丙烯/总碳三	89.90	92.48	92.00	87.18

[0061] 表4

实施例	实施例5	实施例6	实施例7	实施例8
					催化剂	D	E	F	G
反应条件
					反应温度，℃	580	620	630	640
剂油比，m/m	19	32	36	41
					空速，l/h	7.9	8.4	9.3	12.1
水油比，m/m	0.46	0.23	0.19	0.14
					物料平衡，wt％
H₂-C₂	13.45	4.69	4.12	3.08
					C3组分	56.74	51.16	49.83	48.81
C4组分	12.98	25.52	27.27	28.33
					C5组分	4.84	8.98	9.54	9.96
C6+汽油	7.35	6.99	6.79	7.35
					焦炭	4.16	2.28	2.09	2.01
重油+损失	0.47	0.37	0.36	0.45
					总计	100.0	100.0	100.0	100.0
丙烯产率，wt％	52.09	47.9	46.83	46.13
					丙烯/总碳三	91.80	93.63	93.98	94.51

[0063] 表5

实施例	实施例9	实施例10	实施例11
				催化剂	H	I	J
反应条件
				反应温度，℃	585	585	595
剂油比，m/m	16	24	13
				空速，l/h	15.4	3.1	1.9
水油比，m/m	0.82	0.23	0.29
				物料平衡，wt％
H2-C2	6.26	2.84	8.06
				C3组分	56.34	46.69	53.76
C4组分	18.14	31.42	18.96
				C5组分	6.70	10.82	6.96
C6+汽油	8.63	5.86	8.45
				焦炭	3.63	1.99	3.51
重油+损失	0.30	0.38	0.30
				总计	100.0	100.0	100.0
丙烯产率，wt％	51.72	43.45	48.78
				丙烯/总碳三	91.80	93.06	90.74

Claims

1.一种烯烃原料催化转化制取丙烯的方法，该方法包括：将富含C₄ ^＝～C₈ ^＝烯烃的原料引入催化转化装置的流化床反应器中，与催化裂化催化剂接触进行催化裂解反应，分离反应产物和待生催化剂，分离出的待生催化剂经汽提、烧焦再生后循环使用，分离出的反应产物分馏得到低碳烯烃、汽油、柴油、重油及其它低分子饱和烃类；其特征在于所述的催化转化装置包括至少一个提升管反应器、流化床反应器、沉降器、汽提器和再生器，其中，所述的汽提器位于流化床反应器的下方，并且汽提器与流化床反应器的底部连通，提升管反应器的出口和流化床反应器的下部的任意位置连通，而且流化床反应器的出口通过稀相管与所述沉降器内的气固分离设备的入口连通，沉降器的催化剂出口与流化床反应器下部连通。

2.按照权利要求1的方法，其特征在于催化转化装置中，所述的流化床反应器的出口通过缩径的稀相管与沉降器内的气固分离设备连通。

3.按照权利要求2的方法，其特征在于催化转化装置中，所述的流化床反应器出口的稀相管的内径为流化床反应器内径的20-70％。

4.按照权利要求3的方法，其特征在于催化转化装置中，所述的流化床反应器出口的稀相管的内径为流化床反应器内径的30-50％。

5.按照权利要求1的方法，其特征在于所述沉降器、流化床反应器和汽提器同轴，并且沉降器位于所述流化床反应器的上方，汽提器位于所述流化床反应器的下方。

6.按照权利要求1的方法，其特征在于所述的催化转化装置包括一个提升管反应器，提升管反应器穿过汽提器内部，开口于流化床反应器的下部。

7.按照权利要求1的方法，其特征在于所述流化床反应器中的操作条件为：反应温度为480-680℃，反应区的绝压为0.15-0.3MPa，剂油比为8-40，原料的重时空速为0.2-30h^-1。

8.按照权利要求7的方法，其特征在于所述流化床反应器中的操作条件为：反应温度为520-650℃，反应区的绝压为0.18-0.28MPa，剂油比为8-25，原料的重时空速为0.5-28h^-1。

9.按照权利要求1的方法，其特征在于所述富含C₄ ^＝～C₈ ^＝烯烃原料中的烯烃重量百分含量大于20wt％，优选大于30wt％，更优选大于40wt％。

10.按照权利要求1的方法，其特征在于在向所述流化床反应器中注入稀释剂，稀释剂选自水蒸汽、低碳烷烃、氢气、氮气、二氧化碳和一氧化碳中的一种或几种的混合物。

11.按照权利要求1的方法，其特征在于以催化剂的总重量为基准，所述催化裂化催化剂中含有1-60％的中孔分子筛、5-99％的耐热无机氧化物和0-70％的粘土。

12.按照权利要求10的方法，其特征在于所述中孔分子筛为SAPO分子筛和/或具有五元环结构的高硅分子筛。

13.按照权利要求11的方法，其特征在于所述具有五元环结构的高硅分子筛为选自VIII族金属、和/或I B族金属、和/或II A族金属的一种或几种元素改性的含磷和稀土的ZSM-5分子筛。