CN110819385A - 一种催化裂解方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种催化裂解方法，该方法包括：将轻质原料引入第二催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触并进行催化裂解反应；将来自第二催化裂解反应器的至少部分第二待生催化剂引入第一催化裂解反应器的第一反应区中与重质原料接触并依次在第一催化裂解反应器的第一反应区、过渡区和第二反应区中进行催化裂解反应；将来自第一催化裂解反应器的第一待生催化剂和任选部分来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，将所得部分再生催化剂从所述过渡区的补剂口引入过渡区中。本发明的方法可以提高催化裂解的低碳烯烃产率，减少干气和焦炭生成。
Description
技术领域
本发明涉及一种催化裂解方法。
背景技术
以乙烯、丙烯为代表的低碳烯烃是重要的基础有机原料，在石油化学工业中起着举足轻重的作用。蒸汽裂解虽然仍是目前低碳烯烃的主要来源，但受制于烃类热裂化反应的本质特征，存在着能耗高、生产成本高、CO2排放量大及产品结构不易调节等技术局限。催化裂解由于催化剂的引入，主要遵循正碳离子机理发生反应，使过程能耗、生产成本及CO2排放量明显降低，目的产物产率和选择性大幅提高，并拓宽了原料来源，已成为低碳烯烃生产的重要发展方向。
催化裂解是深度催化裂化技术，工艺核心仍是反应-再生系统。典型反应再生系统的主要装置包括单个提升管反应器、再生器、沉降器和汽提器。现有提升管催化裂解装置中，换热后的原料油通常在提升管底部首先与来自再生器的高温再生催化剂接触并反应，随后沿提升管反应器上行继续反应过程中，由于焦炭的不断生成和裂解反应的吸热效应，催化剂的活性和反应温度沿反应器油气的流动方向不断降低。从石油化学的角度来讲，烃类分子越大，裂化活化能越低，裂化反应也就越容易发生，对反应温度和催化剂活性要求也就较低；而烃类分子越小，裂化活化能越高，裂化反应越难以发生，对反应温度和催化剂活性要求相应较高。因此，现有提升管催化裂解装置中，反应器内的反应温度和催化剂活性轴向梯度分布与催化裂解反应化学的要求相矛盾，由此导致现有技术的低碳烯烃产率和选择性普遍较低，干气和焦炭产率明显偏高。
近年来，采用组合进料，利用双提升管反应器生产低碳烯烃的技术受到较大关注。
中国专利CN101074392A公开了一种利用两段催化裂解生产丙烯和高品质汽柴油的方法，其中，第一段提升管进料为新鲜重质原料油，其下部或底部可以进轻质烃类原料；第二段提升管进料为高烯烃含量的汽油或循环油，可以分层进料或混合进料，其下部或底部可以进其它轻质烃类原料。该方法主要利用两段提升管催化裂化工艺，针对不同性质的反应物料进行进料方式的组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯产率、抑制干气和焦炭生产的目的。
中国专利CN1710029A公开了一种催化裂化方法及装置，该技术是利用一种双提升管催化裂化装置，将经过汽提的轻烃提升管待生催化剂与重油提升管再生催化剂在催化剂混合器内混合，混合后的催化剂进入重油提升管反应器与重油原料接触反应。该技术虽然降低了重油提升管反应器底部油剂接触温度并提高了剂油比，减少了热裂化反应对产物分布所造成的不利影响，但却未能解决由于催化剂积炭失活导致提升管反应器反应后期催化作用明显变差的问题。
中国专利CN1226388C公开了一种提升管催化裂化方法与装置，该装置包括提升管反应器、第一再生器和第二再生器，提升管反应器中部设有中部催化剂入口与第二再生器相连通，提升管反应器底部催化剂入口与第一再生器相连通。该方法虽然解决了提升管反应器后半段催化作用较差的问题，但却仍存在提升管反应器反应初期由于原料与高温催化剂接触所造成的热裂化反应程度高的问题。
中国专利CN102051213A公开了一种催化裂解方法，该方法将重质原料在包括至少两个反应区的第一提升管反应器中与含有择形沸石的催化剂接触进行裂化反应，其中，两个反应区引入的催化剂均为来自再生器的高温再生催化剂；将轻质原料和裂解重油引入第二提升管反应器和流化床反应器中与来自同一再生器的含有择形沸石的催化剂接触进行裂化反应，以提高重油转化率和丙烯产率。该方法同样未能解决提升管反应器反应初期热裂化反应程度高的问题。
发明内容
本发明的目的是提供一种催化裂解方法，本发明的方法可以提高催化裂解的低碳烯烃产率，减少干气和焦炭生成。
为了实现上述目的，本发明提供一种催化裂解方法，该方法包括：
将轻质原料引入第二催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触并进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第二待生催化剂和第二反应油气；
将来自第二催化裂解反应器的至少部分第二待生催化剂引入第一催化裂解反应器的第一反应区中与重质原料接触并依次在第一催化裂解反应器的第一反应区、过渡区和第二反应区中进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第一待生催化剂和第一反应油气；
将来自第一催化裂解反应器的第一待生催化剂和任选部分来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；
将所得部分再生催化剂作为所述催化裂解催化剂引入第二催化裂解反应器中，将所得部分再生催化剂从所述过渡区的补剂口引入过渡区中。
可选的，该方法还包括：将至少部分催化剂从过渡区补剂口下方的取剂口取出，然后送入再生器中进行烧焦再生；其中，单位时间内，取出催化剂的重量占来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂重量的1-100％。
可选的，所述重质原料选自重质石油烃油和矿物油中的至少一种，所述重质石油烃油选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的一种或多种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种；
所述轻质原料选自轻质石油烃油、合成油和生物油脂中的一种或多种，所述轻质石油烃油为馏程25-350℃的烃馏分，包括干气、液化气、石脑油、催化裂化汽油、柴油和加氢抽余油中的一种或多种，所述合成油为由煤、天然气和沥青中的至少一种经过费托合成所得到的馏分油，所述生物油脂选自植物油脂、动物油脂和微生物油脂中的至少一种。
可选的，所述催化裂解催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量的比例为：沸石1-50重％、无机氧化物5-99重％、粘土0-70重％；
所述沸石为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的0-100重％，大孔沸石占沸石总重量的0-100重％；所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石和β沸石中的一种或多种，大孔沸石选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；
所述无机氧化物选自二氧化硅和/或三氧化二铝；
所述粘土选自高岭土和/或多水高岭土。
可选的，所述第一反应区的反应条件包括：反应温度为480-650℃，反应时间为0.05-1.8秒，催化剂与原料油的重量比为3-20：1，水蒸汽与原料油的重量比为0.03-0.8∶1；
所述过渡区的反应条件可以为：停留时间为0.05-0.6秒；
所述第二反应区的反应条件为：反应温度480-650℃，反应时间为0.1-10秒；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为500-750℃，催化剂与原料油的重量比为1-80∶1，反应时间为0.2-10秒，水蒸汽与原料油的重量比为0.03-1.0∶1。
可选的，所述第一反应区的反应条件包括：反应温度为500-600℃，反应时间为0.1-1.2秒，催化剂与原料油的重量比为5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比为0.05-0.5∶1；
所述过渡区的反应条件可以为：停留时间为0.1-0.3秒；
所述第二反应区的反应条件为：反应温度为500-600℃，反应时间为0.5-5秒；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为520-680℃，催化剂与原料油的重量比为5-40∶1，反应时间为0.5-5秒，水蒸汽与原料油的重量比为0.05-0.5∶1。
可选的，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器各自独立地选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送床和下行式输送床中的一种、多种组合或一种反应器的多个组合，所述组合的方式为并联和/或串联，所述提升管为等径提升管或变径提升管。
可选的，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器。
可选的，所述第一反应区高度占第一催化裂解反应器高度的10-60％；
所述第二反应区的高度占第一催化裂解反应器高度的20-80％；
所述过渡区的高度占第一催化裂解反应器高度的5-20％。
可选的，所述过渡区的内直径与第一反应区的内直径之比为1.2-3；所述过渡区的内直径与第二反应区的内直径之比为1.05-2.5。
本发明设置双催化裂解反应器，可以对不同反应器进不同性质的原料，并且灵活调整反应器的反应条件，提高目的产物的产率和选择性。
本发明第一催化裂解反应器的第一反应区可以引入第二催化裂解反应器的低积炭第二待生催化剂，降低了第一反应区反应温度和催化剂活性，并可以在过渡区引入来自再生器的再生催化剂，提高第二反应区催化剂活性和反应温度，有利于提高低碳烯烃产率，减少干气和焦炭的生成。
本发明双催化裂解反应器共用再生器，可以防止某一种原料由于生焦量少、再生热量不足而出现热平衡问题。
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是本发明方法一种具体实施方式的流程示意图。
图2是本发明方法另一种具体实施方式的流程示意图。
附图标记说明
I第一反应区 II第二反应区 III过渡区
1管线 2第一催化裂解反应器 3管线
4管线 5原料油入口 6油剂出口
7第一沉降器 8集气室 9管线
10第一汽提器 11管线 12待生剂斜管
13再生器 14管线 15管线
16再生剂斜管 17控制阀 18再生剂斜管
19控制阀 20管线 21第二催化裂解反应器
22管线 23管线 24原料油入口
25第二沉降器 26集气室 27管线
28第二汽提器 29待生剂斜管 30管线
31管线 32管线
具体实施方式
以下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。
如图1-图2所示，本发明提供一种催化裂解系统，所述装置包括第一催化裂解反应器2、第二催化裂解反应器21、再生器13、第一油剂分离装置和第二油剂分离装置；所述第一催化裂解反应器2包括按照反应物料流向依次设置且流体连通的第一反应区I、过渡区III和第二反应区II，所述第一反应区I设置有催化剂入口和原料油入口，所述过渡区III设置有用于补充催化剂的补剂口，所述第二反应区II设置有油剂出口；所述第一油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口；所述第二催化裂解反应器21设置有原料油入口、催化剂入口和油剂出口；所述第二油剂分离装置设置有油剂入口、催化剂出口和油气出口；所述再生器13设置有待生催化剂入口和再生催化剂出口；所述第一反应区I的催化剂入口与所述第二油剂分离装置的催化剂出口流体连通，所述过渡区III的补剂口与所述再生器13的再生催化剂出口流体连通；所述第二反应区II的油剂出口与所述第一油剂分离装置的油剂入口流体连通，所述第一油剂分离装置的催化剂出口与所述再生器13的待生催化剂入口流体连通，所述第二催化裂解反应器21的催化剂入口与所述再生器13的再生催化剂出口流体连通，所述第二催化裂解反应器21的油剂出口与所述第二油剂分离装置的油剂入口流体连通，所述第二油剂分离装置的催化剂出口任选与所述再生器13的待生催化剂入口流体连通。
本发明中，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器可以为各种反应器，例如可以各自独立地选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送床和下行式输送床中的一种、多种组合或一种反应器的多个组合，所述组合的方式可以为并联和/或串联，所述提升管可以为等径提升管或变径提升管。所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均优选为提升管反应器。
根据本发明，如图2所示，所述过渡区III补剂口的下方可以设置有取剂口，该取剂口可以与所述再生器13的待生催化剂入口流体连通，从而可以从取剂口中取出部分积炭的催化剂送入再生器烧焦再生，并补充更多再生催化剂，增加第二反应区中催化剂活性和反应温度。本发明中，所述取剂口设置有油剂分离设备，用于分离反应油气和积炭催化剂；所述油剂分离设备可以是离心分离设备或沉降分离设备，离心式分离设备如一组或多组串联的旋风分离器，也可以是利用惯性的气固快速分离设备，沉降分离设备如沉降器等；所述分离出的积炭催化剂进入再生器烧焦再生，反应油气返回反应器过渡区与催化剂接触继续进行反应。
一种实施方式，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器，所述第一反应区I高度占第一催化裂解反应器2高度的10-60％，所述第二反应区II的高度占第一催化裂解反应器2高度的20-80％，所述过渡区III的高度占第一催化裂解反应器2高度的5-20％，所述过渡区III的内直径与第一反应区I的内直径之比为1.2-3，所述过渡区III的内直径与第二反应区II的内直径之比为1.05-2.5，所述过渡区、第一反应区和第二反应区既可以是等径管，也可以是变径管，过渡区III的内直径与第一反应区I的内直径之比为过渡区III任意高度处的内直径与第一反应区I任意高度处内直径的比值，第二反应区II的内直径与第一反应区I的内直径之比为第二反应区II任意高度处的内直径与第一反应区I任意高度处内直径的比值。所述第一反应区I、过渡区III和第二反应区II可以同轴设置。
一种实施方式，如图1-图2所示，所述第一油剂分离装置包括上下设置且流体连通的第一沉降器7和第一汽提器10，所述第一催化裂解反应器2从所述第一汽提器10底部由下至上伸入所述第一汽提器10和第一沉降器7中且所述第二反应区II的油剂出口位于所述第一沉降器7中，所述第一沉降器7的顶部设置有所述第一油剂分离装置的油气出口，所述汽提器10的下部设置有所述第一油剂分离装置的催化剂出口。所述第二油剂分离装置包括上下设置且流体连通的第二沉降器25和第二汽提器28，所述第二催化裂解反应器21从所述第二汽提器28底部由下至上伸入所述第二汽提器28和第二沉降器25中且所述第二催化裂解反应器21的油剂出口位于所述第二沉降器25中，所述第二沉降器25的顶部设置有所述第二油剂分离装置的油气出口，所述汽提器28的下部设置有所述第二油剂分离装置的催化剂出口。
本发明还提供一种催化裂解方法，该方法包括：将轻质原料引入第二催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触并进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第二待生催化剂和第二反应油气；
将来自第二催化裂解反应器的至少部分第二待生催化剂引入第一催化裂解反应器的第一反应区中与重质原料接触并依次在第一催化裂解反应器的第一反应区、过渡区和第二反应区中进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第一待生催化剂和第一反应油气；
将来自第一催化裂解反应器的第一待生催化剂和任选部分来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；
将所得部分再生催化剂作为所述催化裂解催化剂引入第二催化裂解反应器中，将所得部分再生催化剂从所述过渡区的补剂口引入过渡区中。
根据本发明，所述重质原料可以选自重质石油烃油和矿物油中的至少一种，所述重质石油烃油可以选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的至少一种；所述矿物油可以选自煤液化油、油砂油和页岩油中的至少一种。所述轻质原料可以为轻质石油烃油、合成油和生物油脂中的至少一种。所述轻质石油烃油可以为馏程25-350℃的烃馏分，例如包括干气、液化气、石脑油、催化裂化汽油、柴油和加氢抽余油等一种或多种；合成油可以为由煤、天然气或沥青中的至少一种经过费托合成所得到的馏分油；生物油脂可以选自植物油脂、动物油脂和微生物油脂中的至少一种。所用催化裂解催化剂可以包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量的比例可以为：沸石1-50重％、无机氧化物5-99重％、粘土0-70重％。其中沸石作为活性组分，可以为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石可以占沸石总重量的0-100重％，优选20-80重％，大孔沸石可以占沸石总重量的0-100重％，优选20-80重％。中孔沸石可以选自ZSM系列沸石、ZRP沸石和β沸石中的至少一种，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或一种以上的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。大孔沸石可以选自由稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、不同方法得到的超稳Y、高硅Y构成的这组沸石中的一种或一种以上的混合物。无机氧化物作为粘接剂，可以选自二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。粘土作为基质(即载体)，可以选自高岭土和/或多水高岭土。第一反应区的反应条件可以包括：反应温度为480-650℃，优选为500-600℃，反应时间为0.05-1.8秒，优选为0.1-1.2秒，催化剂与原料油的重量比(以下简称剂油比)为3-20：1，优选为5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比(以下简称水油比)为0.03-0.8∶1，优选为0.05-0.5∶1，压力为130kPa-450kPa；过渡区的反应条件可以为：停留时间为0.05-0.6秒，优选为0.1-0.3秒，在过渡区补充的再生催化剂的重量占第一催化裂解反应器催化剂总循环量的1-75％，优选为5-50％，若从过渡区下部取出催化剂，则单位时间内，取出催化剂的重量占来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂重量的1-100％，优选为20-80％；第二反应区的反应条件可以为：反应温度480-650℃，优选为500-600℃，反应时间为0.1-10秒，优选为0.5-5秒。第二催化裂解反应器的反应条件可以包括：反应温度为500-750℃，优选为520-680℃，剂油比为1-80∶1，优选为5-40∶1，反应时间为0.2-10秒，优选为0.5-5秒，水油比为0.03-1.0∶1，优选为0.05-0.5∶1，压力为130-450kPa。再生器的再生条件可以为：再生温度为550-750℃，催化剂平均停留时间为0.5-2分钟。
下面结合附图对本发明进行进一步的说明，但并不因此限制本发明。
如图1所示，预提升介质经管线1由作为第一催化裂解反应器2的第一提升管反应器下部进入，来自管线31的待生催化剂在预提升介质的提升作用下沿第一提升管反应器向上运动，重质的第一原料油经管线4与来自管线3的雾化蒸汽从原料油入口5一起注入第一反应区I的下部，与第一提升管反应器已有的物流混合，第一原料油与热的催化剂接触并进行反应。生成的油气和积炭的催化剂上行进入过渡区Ⅲ，与来自再生剂斜管16的再生催化剂混合进入第二反应区II的底部，并沿第二反应区II继续上行进行反应。生成的油气和待生催化剂经油剂出口6进入第一沉降器7中的旋风分离器实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室8，催化剂细粉由料腿返回第一沉降器7。第一沉降器7中待生催化剂流向第一汽提器10，与来自管线11的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室8，集气室8中的油气经过管线9进入后续的分离系统。汽提后的待生催化剂经待生剂斜管12进入再生器13，主风经管线14进入再生器，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经管线15进入烟机。再生催化剂一部分经再生剂斜管16进入第一提升管反应器循环使用，控制阀17控制再生催化剂的流量；另一部分再生催化剂经再生剂斜管18进入作为第二催化裂解反应器21的第二提升管反应器，控制阀19控制再生催化剂的流量，在来自管线20预提升介质的作用下再生催化剂沿第二提升管反应器上行。第二原料油经管线23与来自管线22的雾化蒸汽通过原料油入口24一起注入第二提升管反应器下部，与第二提升管反应器已有的物流混合，原料油与热的催化剂接触并进行反应。生成的油气和待生催化剂经第二提升管反应器的顶部油剂出口进入第二沉降器25中的旋风分离器，实现待生催化剂与油气的分离，油气进入集气室26，催化剂细粉由料腿返回第二沉降器25。第二沉降器25中待生催化剂流向第二汽提器28，与来自管线30的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的油气经旋风分离器后进入集气室26，集气室26中的油气经过管线27进入后续的分离系统。汽提后的待生催化剂部分或全部经管线31进入第一提升管反应器，还可以部分经待生剂斜管29进入再生器烧焦再生后循环使用。其中，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或二者的混合物。
图2与图1的区别在于：在过渡段补剂口的下部设置取剂口并连通管线32，以取出部分积炭的催化剂。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此限制本发明。
实施例中所用的第一原料油为常压渣油和页岩油，第二原料油为F-T合成油和石脑油，其性质如表1和表2所示。
实施例和对比例中所用的催化裂解催化剂NTO-19的制备方法简述如下：
1)、将20gNH4Cl溶于1000g水中，向此溶液中加入100g(干基)晶化产品ZRP-1沸石(齐鲁石化公司催化剂厂生产，SiO2/Al2O3＝30，稀土含量RE2O3＝2.0重％)，在90℃交换0.5h后，过滤得滤饼；加入4.0gH3PO4(浓度85％)与4.5gFe(NO3)3溶于90g水中，与滤饼混合浸渍烘干；接着在550℃温度下焙烧处理2小时得到含磷和铁的MFI结构中孔沸石，其元素分析化学组成为：
0.1Na2O·5.1Al2O3·2.4P2O5·1.5Fe2O3·3.8RE2O3·88.1SiO2。
2)、用250kg脱阳离子水将75.4kg多水高岭土(苏州瓷土公司工业产品，固含量71.6重％)打浆，再加入54.8kg拟薄水铝石(山东铝厂工业产品，固含量63重％)，用盐酸将其pH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持pH为2-4，将温度降至60℃以下，加入41.5Kg铝溶胶(齐鲁石化公司催化剂厂产品，Al2O3含量为21.7重％)，搅拌40分钟，得到混合浆液。
3)、将步骤1)制备的含磷和铁的MFI结构中孔沸石(干基为22.5kg)以及DASY沸石(齐鲁石化公司催化剂厂工业产品，晶胞常数为2.445-2.448nm，干基为2.0kg)加入到步骤2)得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，用磷酸二氢铵溶液(磷含量为1重％)洗涤，洗去游离Na+，干燥即得催化裂解催化剂，该催化剂的组成为18重％含磷和铁的MFI结构中孔沸石、2重％DASY沸石、28重％拟薄水铝石、7重％铝溶胶和余量高岭土，性质列于表3。
本发明实施例所用第一提升管反应器中，过渡区III的内直径与第一反应区I的内直径之比为1.5，过渡区III的内直径与第二反应区II的内直径之比为1.1。
实施例1
该实施例按照图1的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为常压渣油A，进料量为1.0Kg/h，进入第一提升管反应器的第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，常压渣油A在反应温度600℃、反应时间0.3秒、催化剂与原料的重量比5、水蒸汽与原料的重量比为0.25条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区Ⅲ，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.1秒，在过渡区Ⅲ中反应油气、积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度540℃、反应时间2秒，催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.25条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在第一沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气(包括丙烯下同)、汽油、柴油和重油；第二原料油为石脑油D，进料量为0.3Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度675℃，反应时间1.8秒，催化剂与原料的重量比20，水蒸汽与原料的重量比为0.30，油气和待生催化剂在第二沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为9.83重％和25.36％，干气和焦炭产率分别为14.93重％和7.80重％。
实施例2
该实施例按照图2的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为常压渣油A，进料量为1.0Kg/h，进入第一提升管反应器第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，常压渣油A在反应温度600℃、反应时间0.3秒、催化剂与原料的重量比5、水蒸汽与原料的重量比为0.25条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区III，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.1秒，单位时间内，过渡区Ⅲ中占来自第二提升管反应器待生催化剂重量40重量％的积炭催化剂离开过渡区进入再生器再生，反应油气、部分的积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度540℃，反应时间2秒，催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.25条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在第一沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油；第二原料油为石脑油D，进料量为0.3Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度675℃，反应时间1.8秒，催化剂与原料的重量比20，水蒸汽与原料的重量比为0.30，油气和待生催化剂在第二沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为11.80重％和30.43％，干气和焦炭产率分别为15.24重％和7.92重％。
对比例1
该对比例是在中型提升管装置上进行试验，常压渣油A作为第一原料油进入第一提升管反应器进行反应，石脑油D作为第二原料油进入第二提升管反应器进行反应；与实施例1不同的是，第一、第二原料油的反应使用常规等径提升管反应器，第二原料油反应后的待生催化剂直接进入再生器，再生催化剂直接进入第一提升管反应器的第一反应区，第一提升管反应器中部不补充再生催化剂，操作条件和产品分布列于表4。
从表4可以看出，干气产率高达15.96重％，乙烯产率仅为7.18％，丙烯产率为16.91重％，焦炭产率为9.15重％。与实施例1-2相比，高附加值产物产率大幅度降低，低附加值产物产率明显增加。
实施例3
该实施例按照图1的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为常压渣油A，进料量为0.5Kg/h，进入第一提升管反应器第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，常压渣油A在反应温度540℃、反应时间0.8秒、催化剂与原料的重量比10、水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区III，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.3秒，在过渡区Ⅲ中反应油气、积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度560℃、反应时间5秒，催化剂与原料的重量比15，水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在第一沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油；第二原料油为F-T合成油C，进料量为0.5Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度580℃，反应时间3秒，催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.30，油气和待生催化剂在第二沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为4.65重％和25.78％，干气和焦炭产率分别为6.69重％和5.25重％。
实施例4
该实施例按照图2的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为常压渣油A，进料量为0.5Kg/h，进入第一提升管反应器第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，常压渣油A在反应温度540℃、反应时间0.8秒、催化剂与原料的重量比10、水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区III，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.3秒，单位时间内，过渡区Ⅲ中占来自第二提升管反应器待生催化剂重量80重量％的积炭催化剂离开过渡区进入再生器再生，反应油气、剩余的积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度560℃，反应时间5秒，催化剂与原料的重量比15，水蒸汽与原料的重量比为0.15条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油；第二原料油为F-T合成油C，进料量为0.5Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度580℃，反应时间3秒，催化剂与原料的重量比10，水蒸汽与原料的重量比为0.30，油气和待生催化剂在第二沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为5.29重％和30.86％，干气和焦炭产率分别为6.79重％和5.45重％。
对比例2
该对比例是在中型提升管装置上进行试验，常压渣油A作为第一原料油进入第一提升管反应器进行反应，F-T合成油C作为第二原料油进入第二提升管反应器进行反应；与实施例3不同的是，第一、第二原料油的反应使用常规等径提升管反应器，第二原料油反应后的待生催化剂直接进入再生器，再生催化剂直接进入第一提升管反应器的第一反应区，第一提升管反应器中部不补充再生催化剂，操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，干气产率为7.24重％，乙烯产率仅为4.32重％，丙烯产率为20.57重％，焦炭产率为6.11重％。与实施例3-4相比，高附加值产物产率大幅度降低，低附加值产物产率明显增加。
对比例3
该对比例是在中型提升管装置上进行试验，常压渣油A作为第一原料油进入第一提升管反应器进行反应，F-T合成油C作为第二原料油进入第二提升管反应器进行反应；与实施例4不同的是，第二原料油反应后的待生催化剂直接进入再生器，再生催化剂直接进入第一提升管反应器的第一反应区，单位时间内，过渡区Ⅲ中占进入第一反应区再生催化剂重量80重量％的积炭的催化剂离开过渡区进入再生器再生，过渡区III补充再生催化剂，操作条件和产品分布列于表5。
从表5可以看出，干气产率为7.86重％，乙烯产率为4.60重％，丙烯产率为21.68重％，焦炭产率为6.98重％。与实施例3-4相比，高附加值产物产率大幅度降低，低附加值产物产率明显增加。
实施例5
该实施例按照图1的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为页岩油B，进料量为1.2Kg/h，进入第一提升管反应器第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，页岩油B在反应温度620℃、反应时间0.5秒、催化剂与原料的重量比12、水蒸汽与原料的重量比为0.30条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区III，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.15秒，在过渡区Ⅲ中反应油气、积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度600℃、反应时间3秒，催化剂与原料的重量比20，水蒸汽与原料的重量比为0.30条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油；第二原料油为石脑油D，进料量为0.4Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度650℃、反应时间1.2秒，催化剂与原料的重量比35，水蒸汽与原料的重量比为0.50，油气和待生催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表6。
从表6可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为12.35重％和29.32％，干气和焦炭产率分别为17.86重％和8.10重％。
实施例6
该实施例按照图2的流程在中型提升管装置上进行试验，第一原料油为页岩油B，进料量为1.2Kg/h，进入第一提升管反应器第一反应区I下部，与来自第二提升管反应器的待生催化剂接触并发生反应，在第一反应区I，页岩油B在反应温度620℃、反应时间0.5秒、催化剂与原料的重量比12、水蒸汽与原料的重量比为0.30条件下进行裂化反应；反应油气和积炭催化剂进入过渡区III，油气在过渡区Ⅲ停留时间0.15秒，单位时间内，过渡区Ⅲ中占来自第二提升管反应器待生催化剂重量20重量％的积炭催化剂离开过渡区进入再生器再生，反应油气、部分的积炭催化剂与补充的再生催化剂进入第二反应区II继续反应，在反应温度600℃，反应时间3秒，催化剂与原料的重量比20，水蒸汽与原料的重量比为0.30条件下进行裂化反应，油气和待生催化剂在第一沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油；第二原料油为石脑油D，进料量为0.4Kg/h，进入第二提升管反应器底部与再生催化剂接触并反应，反应温度650℃，反应时间1.2秒，催化剂与原料的重量比35，水蒸汽与原料的重量比为0.50，油气和待生催化剂在沉降器分离，产品在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气、汽油、柴油和重油，操作条件和产品分布列于表6。
从表6可以看出，乙烯产率和丙烯产率分别为13.58重％和32.25％，干气和焦炭产率分别为17.95重％和7.80％。
对比例4
该对比例是在中型提升管装置上进行试验，页岩油B作为第一原料油进入第一提升管反应器进行反应，石脑油D作为第二原料油进入第二提升管反应器进行反应；与实施例5不同的是，第一、第二原料油的反应使用常规等径提升管反应器，第二原料油反应后的待生催化剂直接进入再生器，再生催化剂直接进入第一提升管反应器的第一反应区，第一提升管反应器中部不补充再生催化剂，操作条件和产品分布列于表6。
从表6可以看出，干气产率为20.65重％，乙烯产率仅为6.94重％，丙烯产率为17.56重％，焦炭产率为11.77重％。与实施例5-6相比，高附加值产物产率大幅度降低，低附加值产物产率明显增加。
从实施例和对比例可以看出，采用本发明的方法进行催化裂解可以增加乙烯和丙烯产率，降低焦炭和干气产率。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1
| 原料油名称 | 常压渣油 | 页岩油 | F-T合成油 |
| 原料油代号 | A | B | C |
| 密度(20℃),kg/m<sup>3</sup> | 894.9 | 858.8 | 742.0 |
| 运动粘度,mm<sup>2</sup>/s | |||
| 80℃ | 36.53 | 6.67 | / |
| 100℃ | 20.72 | 4.51 | / |
| 残炭，重％ | 3.92 | 0.05 | / |
| 凝点，℃ | 40 | 44 | -38 |
| 酸值，mgKOH/g | 0.06 | / | / |
| 碳，重％ | 86.67 | 86.29 | 83.12 |
| 氢，重％ | 13.00 | 13.66 | 14.62 |
| 氧，重％ | / | / | 2.26 |
| 硫，重％ | 0.16 | / | / |
| 氮，重％ | 0.17 | 0.05 | / |
| 馏程，℃ | |||
| 初馏点 | 283 | 327 | 23 |
| 10％ | 382 | 378 | 67 |
| 30％ | 447 | 399 | 118 |
| 50％ | 526 | 421 | 164 |
| 70％ | / | 449 | 205 |
| 90％ | / | 499 | 256 |
表2
| 原料油名称 | 石脑油 |
| 原料油代号 | D |
| 密度(20℃),kg/m<sup>3</sup> | 735.8 |
| 蒸气压，KPa | 50.0 |
| 族组成，重％ | |
| 链烷烃 | 51.01 |
| 环烷烃 | 38.24 |
| 烯烃 | 0.12 |
| 芳烃 | 10.52 |
| 馏程，℃ | |
| IBP | 46 |
| 10％ | 87 |
| 30％ | 107 |
| 50％ | 120 |
| 70％ | 133 |
| 90％ | 149 |
| 95％ | 155 |
表3
| 催化剂编号 | NTO-19 |
| 化学组成，重％ | |
| 氧化铝 | 46.7 |
| 氧化钠 | 0.067 |
| 氧化铁 | 0.27 |
| 表观密度，kg/m<sup>3</sup> | 860 |
| 孔体积，mL/g | 0.24 |
| 比表面积，m<sup>2</sup>/g | 177 |
| 磨损指数，重％ | 1.6 |
| 微反活性，％ | 64 |
表4
| 实施例1 | 实施例2 | 对比例1 | |
| 第一原料油编号 | A | A | A |
| 第二原料油编号 | D | D | D |
| 第一提升管反应器操作条件 | |||
| 催化剂 | NTO-19 | NTO-19 | NTO-19 |
| 提升管出口温度，℃ | 540 | 540 | 540 |
| 反应区I/II出口温度，℃ | 600/540 | 600/540 | / |
| 反应区I/II反应时间，秒 | 0.3/2 | 0.3/2 | 2.4 |
| 催化剂/原料的重量比 | 10 | 10 | 10 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.25 | 0.25 | 0.25 |
| 第二提升管反应器操作条件 | |||
| 提升管出口温度，℃ | 675 | 675 | 675 |
| 反应时间，秒 | 1.8 | 1.8 | 1.8 |
| 催化剂/原料的重量比 | 20 | 20 | 20 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.30 | 0.30 | 0.30 |
| 产品分布，重％ | |||
| 干气 | 14.93 | 15.24 | 15.96 |
| 其中乙烯 | 9.83 | 11.80 | 7.18 |
| 液化气 | 45.25 | 57.60 | 43.35 |
| 其中丙烯 | 25.36 | 30.43 | 16.91 |
| 汽油 | 25.91 | 17.27 | 25.17 |
| 柴油 | 4.66 | 1.32 | 4.89 |
| 重油 | 1.45 | 0.65 | 1.48 |
| 焦炭 | 7.80 | 7.92 | 9.15 |
| 合计 | 100 | 100 | 100 |
表5
| 实施例3 | 实施例4 | 对比例2 | 对比例3 | |
| 第一原料油编号 | A | A | A | A |
| 第二原料油编号 | C | C | C | C |
| 第一提升管反应器操作条件 | ||||
| 催化剂 | NTO-19 | NTO-19 | NTO-19 | NTO-19 |
| 提升管出口温度，℃ | 560 | 560 | 560 | 560 |
| 反应区I/II出口温度，℃ | 540/560 | 540/560 | / | 550/560 |
| 反应区I/II反应时间，秒 | 0.8/5 | 0.8/5 | 6 | 0.8/5 |
| 催化剂/原料的重量比 | 15 | 15 | 15 | 12 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.15 | 0.15 | 0.15 | 0.15 |
| 第二提升管反应器操作条件 | ||||
| 提升管出口温度，℃ | 580 | 580 | 580 | 580 |
| 反应时间，秒 | 3 | 3 | 3 | 3 |
| 催化剂/原料的重量比 | 10 | 10 | 10 | 10 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.30 | 0.30 | 0.30 | 0.30 |
| 产品分布，重％ | ||||
| 干气 | 6.69 | 6.79 | 7.24 | 7.86 |
| 其中乙烯 | 4.65 | 5.29 | 4.32 | 4.60 |
| 液化气 | 53.96 | 55.97 | 50.43 | 51.47 |
| 其中丙烯 | 25.78 | 30.86 | 20.57 | 21.68 |
| 汽油 | 27.64 | 27.64 | 28.02 | 26.82 |
| 柴油 | 3.19 | 2.73 | 3.73 | 2.78 |
| 重油 | 1.72 | 0.35 | 1.73 | 1.20 |
| 焦炭 | 5.26 | 5.45 | 6.11 | 6.98 |
| 其它产物 | 1.54 | 1.07 | 2.74 | 2.89 |
| 合计 | 100 | 100 | 100 | 100 |
表6
| 实施例5 | 实施例6 | 对比例4 | |
| 第一原料油编号 | B | B | B |
| 第二原料油编号 | D | D | D |
| 第一提升管反应器操作条件 | |||
| 催化剂 | NTO-19 | NTO-19 | NTO-19 |
| 提升管出口温度，℃ | 600 | 600 | 600 |
| 反应区I/II出口温度，℃ | 620/600 | 620/600 | / |
| 反应区I/II反应时间，秒 | 0.5/3 | 0.5/3 | 4 |
| 催化剂/原料的重量比 | 20 | 20 | 20 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.30 | 0.30 | 0.30 |
| 第二提升管反应器操作条件 | |||
| 提升管出口温度，℃ | 650 | 650 | 650 |
| 反应时间，秒 | 1.2 | 1.2 | 1.2 |
| 催化剂/原料的重量比 | 35 | 35 | 35 |
| 水蒸汽/原料的重量比 | 0.50 | 0.50 | 0.50 |
| 产品分布，重％ | |||
| 干气 | 17.86 | 17.95 | 20.65 |
| 其中乙烯 | 12.35 | 13.58 | 6.94 |
| 液化气 | 55.37 | 57.89 | 46.76 |
| 其中丙烯 | 29.32 | 32.25 | 17.56 |
| 汽油 | 14.86 | 13.68 | 12.08 |
| 柴油 | 2.97 | 1.87 | 5.49 |
| 重油 | 0.84 | 0.81 | 3.25 |
| 焦炭 | 8.10 | 7.80 | 11.77 |
| 合计 | 100 | 100 | 100 |
Claims (10)
1.一种催化裂解方法，该方法包括：
将轻质原料引入第二催化裂解反应器中与催化裂解催化剂接触并进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第二待生催化剂和第二反应油气；
将来自第二催化裂解反应器的至少部分第二待生催化剂引入第一催化裂解反应器的第一反应区中与重质原料接触并依次在第一催化裂解反应器的第一反应区、过渡区和第二反应区中进行催化裂解反应，所得油剂混合物进行分离，得到第一待生催化剂和第一反应油气；
将来自第一催化裂解反应器的第一待生催化剂和任选部分来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂引入再生器中进行烧焦再生，得到再生催化剂；
将所得部分再生催化剂作为所述催化裂解催化剂引入第二催化裂解反应器中，将所得部分再生催化剂从所述过渡区的补剂口引入过渡区中。
2.根据权利要求1所述的方法，该方法还包括：将至少部分催化剂从过渡区补剂口下方的取剂口取出，然后送入再生器中进行烧焦再生；其中，单位时间内，取出催化剂的重量占来自第二催化裂解反应器的第二待生催化剂重量的1-100％。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质原料选自重质石油烃油和矿物油中的至少一种，所述重质石油烃油选自常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油和原油中的一种或多种；所述矿物油选自煤液化油、油砂油和页岩油中的一种或多种；
所述轻质原料选自轻质石油烃油、合成油和生物油脂中的一种或多种，所述轻质石油烃油为馏程25-350℃的烃馏分，包括干气、液化气、石脑油、催化裂化汽油、柴油和加氢抽余油中的一种或多种，所述合成油为由煤、天然气和沥青中的至少一种经过费托合成所得到的馏分油，所述生物油脂选自植物油脂、动物油脂和微生物油脂中的至少一种。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述催化裂解催化剂包括沸石、无机氧化物和任选的粘土，各组分分别占催化剂总重量的比例为：沸石1-50重％、无机氧化物5-99重％、粘土0-70重％；
所述沸石为中孔沸石和/或任选的大孔沸石，中孔沸石占沸石总重量的0-100重％，大孔沸石占沸石总重量的0-100重％；所述中孔沸石选自ZSM系列沸石、ZRP沸石和β沸石中的一种或多种，大孔沸石选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；
所述无机氧化物选自二氧化硅和/或三氧化二铝；
所述粘土选自高岭土和/或多水高岭土。
5.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480-650℃，反应时间为0.05-1.8秒，催化剂与原料油的重量比为3-20：1，水蒸汽与原料油的重量比为0.03-0.8∶1；
所述过渡区的反应条件可以为：停留时间为0.05-0.6秒；
所述第二反应区的反应条件为：反应温度480-650℃，反应时间为0.1-10秒；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为500-750℃，催化剂与原料油的重量比为1-80∶1，反应时间为0.2-10秒，水蒸汽与原料油的重量比为0.03-1.0∶1。
6.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500-600℃，反应时间为0.1-1.2秒，催化剂与原料油的重量比为5-15∶1，水蒸汽与原料油的重量比为0.05-0.5∶1；
所述过渡区的反应条件可以为：停留时间为0.1-0.3秒；
所述第二反应区的反应条件为：反应温度为500-600℃，反应时间为0.5-5秒；
所述第二催化裂解反应器的反应条件包括：反应温度为520-680℃，催化剂与原料油的重量比为5-40∶1，反应时间为0.5-5秒，水蒸汽与原料油的重量比为0.05-0.5∶1。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器各自独立地选自提升管、等线速的流化床、等直径的流化床、上行式输送床和下行式输送床中的一种、多种组合或一种反应器的多个组合，所述组合的方式为并联和/或串联，所述提升管为等径提升管或变径提升管。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应器和第二催化裂解反应器均为提升管反应器。
9.根据权利要求8所述的方法，其中，所述第一反应区高度占第一催化裂解反应器高度的10-60％；
所述第二反应区的高度占第一催化裂解反应器高度的20-80％；
所述过渡区的高度占第一催化裂解反应器高度的5-20％。
10.根据权利要求8所述的方法，其中，所述过渡区的内直径与第一反应区的内直径之比为1.2-3；所述过渡区的内直径与第二反应区的内直径之比为1.05-2.5。
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