CN107663462A - 一种催化转化的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种催化转化的方法和系统，该方法包括：a、将催化转化催化剂从下行式反应器的顶部送入下行式反应器中与下行式反应器上部注入的烃类原料接触并进行第一催化转化反应，得到半待生催化剂和第一产物；b、将步骤a中所得半待生催化剂和第一产物从下行式反应器底部出口离开所述下行式反应器并送入位于所述下行式反应器下方的沉降器中，并使所述第一产物在所述沉降器内由流化的催化剂所形成的流化床层反应区中进行第二催化转化反应，得到的待生催化剂经汽提后送入再生器中进行烧焦再生，得到的富含低碳烯烃的油气从所述沉降器的顶部引出。基于本发明系统的方法具有较高的低碳烯烃产率。

Description

一种催化转化的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种催化转化的方法和系统。
背景技术
低碳烯烃(C2-C4烯烃)是重要的化工原料。目前，世界范围内生产乙烯和丙烯的主导技术是蒸汽裂解，约有95％以上的乙烯和60％以上的丙烯通过该技术得到。从世界范围来看，以石脑油为裂解原料的占48％，乙烷占33％，丙烷占8％，丁烷占5％左右，油气占4％，其它约占2％。在蒸汽裂解过程中，由于没有催化剂的存在，烃类的裂解需要较为苛刻的操作条件，使得生产和装置建设成本较高，且原油日渐重质化，轻烃原料缺乏日益严重，发展以重油为原料生产低碳烯烃的技术路线成为生产低碳烯烃的不二选择。催化裂化是低碳烯烃的另一个重要来源，在常规催化裂化中，伴随着汽油和柴油的生产，同时也副产低碳烯烃，但其产率较低，不能满足市场的需要。上世纪九十年代，在传统提升管催化裂化技术的基础上，通过操作参数、催化剂配方和反应器构型方面的创新，开发出了一项以重质石油烃为原料制取低碳烯烃的催化裂解工艺。
中国专利CN1031834A、CN1102431A和美国专利US4980053对催化裂解工艺进行了详细介绍。该催化裂解工艺采用提升管或下行式输送线反应器与流化床或移动床反应器串联的反应器型式，使用含具有MFI结构的沸石如ZSM-5和ZRP等、含稀土五元环高硅沸石、含稀土和磷的五元环高硅沸石等的固体酸催化剂。其最佳反应条件为：反应温度500～600℃、反应时间1～6s、剂油比6～15:1。丙烯和丁烯产率共计35重％左右，汽油产率约25重％左右。
在研究中发现，由于提升管反应器具有容易返混和剂油停留时间过长的特点，使得副反应增加，对进一步提高低碳烯烃产率有一定的影响。采用下流式反应器，其优点是可显著抑制返混，以达到接近平推流的反应效果。
美国专利US4385985提出了一种采用下行式提升管的催化裂化反应器。采用该下行式反应器与常规提升管反应器相比，可使汽油产率略微提高，焦炭产率显著降低，同时对汽油辛烷值的影响不大。该专利并未直接关注低碳烯烃产率，但从C4组分烃类产率低于提升管反应器来看，低碳烯烃产率可能也降低。
美国专利US6656346B2提出了一种采用下行式反应器催化裂解重质烃类以制取轻质烯烃的方法。该过程采用含5～40wt％择形沸石及低于0.5wt％的烯烃氧化物的催化剂，使重油原料和催化剂在下行式反应区中接触，反应区出口温度为580～630℃，剂油比为15～40wt/wt，剂油接触时间为0.1～1.0s。在该方法的一个实施例中，在反应温度为600℃，剂油比为30，剂油接触时间为0.5s，转化率为85％的条件下，丙烯产率为20.7wt％，丁烯产率为17.4wt％。
从上述专利可以发现，采用下行式反应器时，能够在很大程度上避免返混，减少一些不希望的副反应，但同时由于剂油接触时间较短，导致反应不充分，目的产物的产率仍有进一步提升的空间。如能在保持下行式反应器优点的同时，选择性地加强生成低碳烯烃的二次反应，下行式催化裂解工艺的低碳烯烃产率还有进一步提升的空间。
发明内容
本发明的目的是提供一种催化转化的方法和系统，基于本发明系统的催化转化方法具有较高的低碳烯烃产率。
为了实现上述目的，本发明提供一种催化转化的方法，该方法包括：a、将催化转化催化剂从下行式反应器的顶部送入下行式反应器中与下行式反应器上部注入的烃类原料接触并进行第一催化转化反应，得到半待生催化剂和第一产物；b、将步骤a中所得半待生催化剂和第一产物从下行式反应器底部出口离开所述下行式反应器并送入位于所述下行式反应器下方的沉降器中，并使所述第一产物在所述沉降器内由流化的催化剂床层所形成的流化床层反应区中进行第二催化转化反应，得到的待生催化剂经汽提后送入再生器中进行烧焦再生，得到的富含低碳烯烃的油气从所述沉降器的顶部引出。
优选地，所述第一催化转化反应的条件包括：下行式反应器底部出口的温度为500-650℃，剂油比为(10-50):1，反应时间为0.2-2秒，；所述第二催化转化的条件包括：温度为520-670℃，重时空速为0.2-30小时-1。
优选地，所述第一催化转化反应的反应时间为0.5-1秒。
优选地，所述烃类原料为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
优选地，以干基重量计且以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。
优选地，所述β沸石为磷和过渡金属改性沸石，所述过渡金属为选自铁、钴、镍和铜中的至少一种。
优选地，该方法还包括：将再生器烧焦再生所得再生催化剂通过提升管提升至所述下行式反应器的顶部作为所述催化转化催化剂进行所述第一催化转化反应；其中，所述提升管与所述下行式反应器为平行设置，且顶部连通。
优选地，所述提升管所采用的提升介质为选自水蒸气、低碳烷烃和氮气中的至少一种，所述提升介质与烃类原料的重量比为(0.005-0.25):1。
优选地，将所述半待生催化剂和第一产物通过所述下行式反应器底部出口处设置的圆锥形分布板以及所述下行式反应器下部器壁设置的沿物料流向延伸的条形开口送出所述下行式反应器。
优选地，将所述催化转化催化剂通过位于所述下行式反应器中的催化剂分布器后，再与所述烃类原料接触。
本发明还提供一种催化转化的系统，该系统包括下行式反应器、与该下行式反应器平行设置且顶部连通的提升管、沉降器、位于所述沉降器下方且与所述沉降器流体连通的汽提段、以及再生器；所述下行式反应器的下部从所述沉降器的顶部伸入所述沉降器中，并使所述下行式反应器的底部出口位于所述沉降器中下部的可形成有流化的催化剂床层的流化床层反应区中；所述提升管的底部设置有提升介质入口，所述提升管的下部设置有再生催化剂入口，所述下行式反应器的上部设置有烃类原料入口，所述沉降器的顶部设置有油气出口，所述汽提段设置有待生催化剂出口，所述再生器设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，所述汽提段的待生催化剂出口与所述再生器的待生催化剂入口连通，所述再生器的再生催化剂出口与所述提升管的再生催化剂入口连通。
优选地，所述下行式反应器底部出口处设置有圆锥形分布板，所述下行式反应器下部器壁设置有沿物料流向延伸的条形开口。
优选地，所述下行式反应器的上部设置有催化剂分布器，所述催化剂分布器位于所述烃类原料入口的上方。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1、基于本发明系统的催化转化方法将下行式反应器所得第一产物送入位于沉降器中的流化床层反应区中继续进行催化转化反应，能够延长剂油接触时间，促进第一产物中低碳烯烃前身物(例如汽油)的二次转化，显著增加液化气的产率以及低碳烯烃特别是丙烯的产率和选择性，并且所得的汽油产物中烯烃的含量较低，辛烷值较高，因此汽油质量较好。
2、本发明方法对催化转化的条件进行了优化，使第一催化转化反应的时间在合理的范围内，降低丙烯的转化，降低干气产率。
3、本发明方法对催化转化催化剂进行了优化，使其有更多的择形沸石，适合增加低碳烯烃。
4、基于本发明系统的催化转化方法将第一产物送入位于沉降器中的流化床层反应区进行催化转化反应，能够对沉降器中需要再生的催化剂进行进一步利用，同时生产单位产量的低碳烯烃所产生的焦炭量较低，因此，不仅提高了催化剂的利用效率，减少了烧焦再生烟气的排放量，增加了原料利用率，而且降低了环境负荷。
5、沉降器中半待生催化剂的裂化活性适中，能够将低碳烯烃前身物转化为低碳烯烃，而减少干气和焦炭的产率。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：
图1是本发明催化转化系统的一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1下行式反应器 2流化床层反应区 3沉降器
4汽提器 5再生器 6提升管
11管线 12原料油喷嘴 13圆锥形分布板
31旋风分离器 51待生斜管 52再生斜管
具体实施方式
以下结合附图对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
本发明上下文中，除非有特殊的说明，术语“低碳烯烃”均指C2-C4烯烃。C4表示烃分子中碳原子数为4，依此类推。
本发明提供一种催化转化的方法，该方法包括：a、将催化转化催化剂从下行式反应器的顶部送入下行式反应器中与下行式反应器上部注入的烃类原料接触并进行第一催化转化反应，得到半待生催化剂和第一产物；b、将步骤a中所得半待生催化剂和第一产物从下行式反应器底部出口离开所述下行式反应器并送入位于所述下行式反应器下方的沉降器中，并使所述第一产物在所述沉降器内由流化的催化剂床层所形成的流化床层反应区中进行第二催化转化反应，得到的待生催化剂经汽提后送入再生器中进行烧焦再生，得到的富含低碳烯烃的油气从所述沉降器的顶部引出。所述流化的催化剂床层是指由流化的催化剂组成的床层。
本发明将烃类原料依次在下行式反应器和沉降器中进行催化转化反应，不仅能够提供适合不同反应类型的催化剂，还能够延长剂油接触时间，促进第一产物中低碳烯烃前身物的二次转化，提高低碳烯烃特别是丙烯的产率和选择性。沉降器是本领域技术人员所熟知的，其中可以包括分离反应产物和待生催化剂的旋风分离器等气固分离装置。半待生催化剂从下行式反应器底部出口进入沉降器中，同时由汽提器来的汽提介质提升，使半待生催化剂处于流化状态，从而形成流化床层反应区，沉降器中的半待生催化剂裂化活性适中，能够将低碳烯烃前身物选择性地转化为低碳烯烃，而减少干气和焦炭的产率。
根据本发明，催化转化是本领域技术人员所熟知的，所述第一催化转化反应的条件可以包括：下行式反应器底部出口的温度为500-650℃，优选为520-630℃，剂油比(引入下行式反应器的催化转化催化剂与烃类原料的重量比)为(10-50):1，优选为(15-40):1，反应时间(即油气停留时间)为0.2-2秒，下行式反应器底部出口的压力为0.15-0.30兆帕，优选为0.18-0.28兆帕，所述下行式反应器中还可以注入稀释剂，以降低烃类原料的分压，所述稀释剂可以为选自水蒸气、C1-C4低碳烷烃和氮气中的至少一种，优选为水蒸气，稀释剂与烃类原料的重量比可以为(0.01-2):1，优选(0.05-0.50):1；所述第二催化转化的条件可以包括：温度为520-670℃，优选为550-670℃，重时空速为0.2-30小时-1，优选为0.5-20小时-1，反应压力(绝对压力)为0.15-0.30兆帕。所述第一催化转化反应发生的主要是裂化反应，使烃类原料转化为小分子烃类，但是其反应时间不宜过长，否则生成的丙烯易发生二次反应，同时干气和焦炭产率增加，所述第一催化转化反应的反应时间优选为0.5-1秒。所述第二催化转化在积炭的催化剂上进行反应，能够将第一催化转化过程生成的汽油组分进行进一步裂化，增加液化气组分的产率以及低碳烯烃的产率和选择性。
根据本发明，所述烃类原料是本领域技术人员所熟知的，例如可以为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类可以为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
根据本发明，催化转化催化剂是本领域技术人员所熟知的，本发明可以采用常规或商购的催化剂，本发明优选的是：以干基重量计且以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。所述β沸石可以为磷和过渡金属改性沸石，所述过渡金属为选自铁、钴、镍和铜中的至少一种。MFI结构沸石可以是选自ZSM-5和ZRP系列沸石中的一种或几种，优选为含稀土的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1052290A、CN1058382A和美国专利US5232675)、含磷的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1194181A和美国专利US5951963)、含磷和稀土的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1211469A、CN1211470A和美国专利US6080698)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(具体参见中国专利CN1465527A、CN1611299A)中的一种或几种。所述MFI结构沸石可以采用市售品，也可以采用本领域公知的各种方法进行制备，在此不赘述。所述高硅Y型沸石可以是经过各种化学和/或物理方法，如水热法、酸处理法、抽铝补硅法、四氯化硅法等处理后得到的硅铝比比较高、稀土含量(以RE2O3)0～3重％的稳定化的高硅Y型沸石。所述无机氧化物可以选自SiO2和/或Al2O3，粘土可以选自高岭土和/或多水高岭土。
根据本发明，催化转化催化剂可以通过提升管提升到下行式反应器的顶部，本发明的方法还可以包括：将再生器烧焦再生所得再生催化剂通过提升管提升至所述下行式反应器的顶部作为所述催化转化催化剂进行所述第一催化转化反应，汽提所得油气送入沉降器中；其中，所述提升管与所述下行式反应器可以为平行设置，且顶部连通。
根据本发明，提升管所采用的提升介质是本领域技术人员所熟知的，例如可以为选自水蒸气、低碳烷烃和氮气中的至少一种，所述提升介质与烃类原料的重量比可以为(0.005-0.25):1，优选为(0.05-0.10):1。
根据本发明，为了使进入沉降器的第一产物在流化床层反应区中分布得更好，可以将所述半待生催化剂和第一产物通过所述下行式反应器底部出口处设置的圆锥形分布板以及所述下行式反应器下部器壁设置的沿物料流向延伸的条形开口送出所述下行式反应器。
根据本发明，为了使催化转化催化剂与下行式反应器中的烃类原料充分接触和混合，可以将所述催化转化催化剂通过位于所述下行式反应器中的催化剂分布器后，再与所述烃类原料接触。催化剂分布器是本领域技术人员所熟知的，本发明不再赘述。
本发明还提供一种催化转化的系统，该系统包括下行式反应器1、与该下行式反应器1平行设置且顶部连通的提升管6、沉降器3、位于所述沉降器3下方且与所述沉降器3流体连通的汽提段4、以及再生器5；所述下行式反应器1的下部从所述沉降器3的顶部伸入所述沉降器3中，并使所述下行式反应器1的底部出口位于所述沉降器3中下部的可形成有流化的催化剂床层的流化床层反应区2中；所述提升管6的底部设置有提升介质入口，所述提升管6的下部设置有再生催化剂入口，所述下行式反应器1的上部设置有烃类原料入口，所述沉降器3的顶部设置有油气出口，所述汽提段4设置有待生催化剂出口，所述再生器5设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，所述汽提段4的待生催化剂出口与所述再生器5的待生催化剂入口连通，所述再生器5的再生催化剂出口与所述提升管6的再生催化剂入口连通。
通过本发明的催化转化系统，可以将烃类原料进行二段反应，不仅能够增产低碳烯烃，而且可以增加催化剂的利用效率。所述下行管反应器可以为选自等直径的圆管、锥台形筒体或1-6段直径不同的直筒体通过变径段连接而成的组合体的至少一种。
根据本发明，为了使进入沉降器的第一产物分布得更好，所述下行式反应器1底部出口处可以设置有圆锥形分布板，所述下行式反应器下部器壁可以设置有沿物料流向延伸的条形开口。
根据本发明，为了使催化转化催化剂与烃类原料充分接触和混合，所述下行式反应器1的上部可以设置有催化剂分布器，所述催化剂分布器可以位于所述烃类原料入口的上方。
下面将结合附图对本发明所提供的方法和系统进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。
本发明提供的催化裂化系统的一种具体实施方式如图1所示。该系统包括下行式反应器1、流化床层反应区2、沉降器3、汽提器4、再生器5和提升管6。前四个装置为由上至下同轴设置，且流化床层反应区2位于沉降器3中，下行式反应器1由上至下伸入所述沉降器3中并使底部出口位于流化床层反应区3中；汽提器4位于所述沉降器3的下方，所流化床层反应区2的油气送入所述沉降器3内的气固分离装置的入口。
下面提供本发明方法的一种具体实施方式，如图1所示，烃类原料预热至180-400℃后，与水蒸气一起通过原料油喷嘴12进入下行式反应器1，与来自管线11的热的再生催化剂接触并进行第一催化转化反应。第一产物和半待生催化剂从下行式反应器的底部出口通过圆锥形分布板13直接进入沉降器3中的流化床层反应区2中继续进行第二催化转化反应，随后反应油气进入沉降器3的旋风分离器31将待生催化剂与油气分离，分离出的待生催化剂进入汽提器4；油气与来自汽提器的汽提油气混合，进入分馏装置，进一步分离得到气体(包括干气、液化气)、轻汽油、富含轻芳烃重汽油、柴油和重油。气体产品通过本领域技术人员熟知的分离技术，得到丙烯等低碳烯烃。待生催化剂在汽提器4中汽提出吸附的烃类产物，送至再生器5进行再生，所得高温再生催化剂返回提升管的底部重复使用。
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。实施例和对比例所使用的催化剂中，以催化剂总重量为基准，所用催化剂含40重％ZRP-1沸石、10重％β沸石、10重％DASY沸石、25重量％高岭土和15重量％氧化铝粘结剂；其中β沸石、ZRP-1沸石、DASY沸石均为中石化催化剂齐鲁分公司产品，ZRP-1沸石的硅铝比为40，含有以元素计1.1重量％P、1.1重量％稀土；β沸石硅铝比为30，含以元素计1重量％的铁、1.5重量％的磷。
催化剂制备方法包括：将高岭土、拟薄水铝石以及去离子水混合打浆，制得固含量为30重量％的浆液，然后加盐酸(浓度为25重量％)调节浆液的pH值为3，升温至50℃，搅拌下老化30分钟，然后加入分子筛浆液(浆液中分子筛的含量为30重量％)，搅拌15分钟，喷雾干燥得到催化剂。催化剂于800℃、100％水蒸汽气氛下老化10小时，装置中催化剂的装量(系统催化剂藏量)为60千克。
实施例和对比例的产品检测方法为：反应产物被N2带入-10℃的液收瓶中进行气液分离，气体产物收集完成由Agilent 7890GC(FID+TCD检测器)在线分析组成；液体产物收集后离线称重，分别进行模拟蒸馏和汽油单体烃分析(采用RIPP81-90试验方法进行测试)，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃；通过在线红外分析仪对生焦催化剂在线烧焦后产生的烟气中的二氧化碳浓度进行测定并积分得到焦炭值，所有产物质量加和计算物料平衡。
本发明实施例和对比例所采用的烃类原料的性质如表1所示。
实施例1
本发明的实施例是在中型试验装置上进行，其流程如图1所示。将预热后的烃类原料经水蒸汽雾化后通过喷嘴12引入下行式反应器1上部，与通过提升管6输送的来自再生器5的热催化剂接触，并在下行的过程中进行第一催化转化反应，第一产物与半待生催化剂的混合物离开下行式反应器出口，进入位于沉降器中的流化床层反应区中，在流化的催化剂形成的床层中继续反应。油气产物与再生催化剂离开流化床层反应区后进行分离，油气产物引入分馏装置，分离得到的积炭的待生催化剂进入汽提器4，经过汽提后通过管线51输送到再生器进行再生。通过控制待生催化剂输送管线51上滑阀的开度，使得流化床层反应区中催化剂料位处于下行式反应器底部出口的位置。具体反应条件以及反应结果见表2。
实施例2-4
实施例2-4与实施例1的反应流程相同，不同之处在于反应条件不同。具体反应条件以及反应结果见表2。
对比例1
本对比例采用实施例1中的下行式反应器1，控制待生催化剂输送管线51上滑阀的开度，使沉降器内并不形成流化床层反应区，第一产物和半待生催化剂直接送入沉降器进行分离。具体反应条件和反应结果见表2。
从表1中可以看出，采用本发明的催化转化的方法进行催化转化反应，不仅低碳烯烃产率高，而且低碳烯烃产率/焦炭产率也高(即生产单位产量的低碳烯烃所产生的焦炭量低)，不仅提高了催化剂的利用效率，减少了烧焦再生烟气的排放量，增加了原料利用率，而且降低了环境负荷。
另外，从下行式反应器中油气停留时间来看，油气停留时间为0.4秒时，低碳烯烃产率/焦炭产率较高，但是低碳烯烃产率低，重油和裂解轻油产率较高，说明原料油的转化率有待提高；随着油气停留时间增加到0.6秒，低碳烯烃产率/焦炭产率和低碳烯烃产率都有所增加，说明随着油气停留时间增加，原料油的转化率提高；随着油气停留时间的进一步增加，低碳烯烃产率/焦炭产率和低碳烯烃产率均降低，说明此时原料油裂化过度，所生成的部分低碳烯烃进一步被转化，而且焦炭产率升高。因此，综合来看，油气停留时间在0.6-0.9秒左右时催化转化效果最佳。表1本发明实施例和对比例所使用烃类原料的性质
表2为本发明实施例和对比例的具体反应条件和反应结果

Claims (13)

1.一种催化转化的方法，该方法包括：
a、将催化转化催化剂从下行式反应器的顶部送入下行式反应器中与下行式反应器上部注入的烃类原料接触并进行第一催化转化反应，得到半待生催化剂和第一产物；
b、将步骤a中所得半待生催化剂和第一产物从下行式反应器底部出口离开所述下行式反应器并送入位于所述下行式反应器下方的沉降器中，并使所述第一产物在所述沉降器内由流化的催化剂床层所形成的流化床层反应区中进行第二催化转化反应，得到的待生催化剂经汽提后送入再生器中进行烧焦再生，得到的富含低碳烯烃的油气从所述沉降器的顶部引出。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化转化反应的条件包括：下行式反应器底部出口的温度为500-650℃，剂油比为(10-50):1，反应时间为0.2-2秒；所述第二催化转化的条件包括：温度为520-670℃，重时空速为0.2-30小时-1。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述第一催化转化反应的反应时间为0.5-1秒。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述烃类原料为重质烃类和/或动植物油脂，所述重质烃类为选自柴油、加氢尾油、减压瓦斯油、原油、渣油、煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，以干基重量计且以所述催化转化催化剂的总重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-60重％的沸石混合物、5-99重％的无机氧化物和0-70重％的粘土；以干基重量计且以所述沸石混合物的总重量为基准，所述沸石混合物包括1-75重％的β沸石、25-99重％的MFI结构沸石和0-60重％的高硅Y型沸石。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述β沸石为磷和过渡金属改性沸石，所述过渡金属为选自铁、钴、镍和铜中的至少一种。
7.根据权利要求1所述的方法，该方法还包括：将再生器烧焦再生所得再生催化剂通过提升管提升至所述下行式反应器的顶部作为所述催化转化催化剂进行所述第一催化转化反应；其中，所述提升管与所述下行式反应器为平行设置，且顶部连通。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，所述提升管所采用的提升介质为选自水蒸气、低碳烷烃和氮气中的至少一种，所述提升介质与烃类原料的重量比为(0.005-0.25):1。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，将所述半待生催化剂和第一产物通过所述下行式反应器底部出口处设置的圆锥形分布板以及所述下行式反应器下部器壁设置的沿物料流向延伸的条形开口送出所述下行式反应器。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，将所述催化转化催化剂通过位于所述下行式反应器中的催化剂分布器后，再与所述烃类原料接触。
11.一种催化转化的系统，该系统包括下行式反应器(1)、与该下行式反应器(1)平行设置且顶部连通的提升管(6)、沉降器(3)、位于所述沉降器(3)下方且与所述沉降器(3)流体连通的汽提段(4)、以及再生器(5)；
所述下行式反应器(1)的下部从所述沉降器(3)的顶部伸入所述沉降器(3)中，并使所述下行式反应器(1)的底部出口位于所述沉降器(3)中下部的可形成有流化的催化剂床层的流化床层反应区(2)中；
所述提升管(6)的底部设置有提升介质入口，所述提升管(6)的下部设置有再生催化剂入口，所述下行式反应器(1)的上部设置有烃类原料入口，所述沉降器(3)的顶部设置有油气出口，所述汽提段(4)设置有待生催化剂出口，所述再生器(5)设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口，所述汽提段(4)的待生催化剂出口与所述再生器(5)的待生催化剂入口连通，所述再生器(5)的再生催化剂出口与所述提升管(6)的再生催化剂入口连通。
12.根据权利要求11所述的系统，其中，所述下行式反应器(1)底部出口处设置有圆锥形分布板，所述下行式反应器下部器壁设置有沿物料流向延伸的条形开口。
13.根据权利要求11所述的方法，其中，所述下行式反应器(1)的上部设置有催化剂分布器，所述催化剂分布器位于所述烃类原料入口的上方。
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