CN115746906A - 含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法及系统 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法及系统，其中系统包括第一裂解反应器、第二裂解反应器、第三裂解反应器、第四裂解反应器、第一分离器、第二分离器、第三分离器、第四分离器、沉降器及失活催化剂再生器。本发明针对现有轻烃、氧化合物催化裂解工艺不足，提出了一种轻烃和含氧化合物发生梯级裂解的反应工艺方法，该方法为改善热量分布的催化裂解方法，能够优化热量网络，降低轻烃催化裂解热量不足，减少补燃油使用；同时使轻烃和含氧化合物发生梯级裂解反应，提高轻质烯烃、芳烃的产率。
Description
技术领域
本发明属于催化裂化技术领域，具体涉及含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法及系统。
背景技术
近年来大型炼化一体化企业快速崛起，我国一次炼油产能将增至10亿吨/年，但随着大型基建的减缓及电动车的迅速发展，我国对汽、柴油的需求增长放缓，预计2025年达到消费峰值，成品油供大于求的矛盾将不断加剧，同时我国作为化工品消费大国，化学品的需求占全球50％，对化学品基础原料三苯、三烯需求巨大，自给率不足，因此炼油企业亟需采用减油增化技术实现转型。
然而传统轻烃生产化工品生产技术，如蒸汽裂解、催化重整等，存在原料要求高、加工流程长、加工能耗高、碳排放量大、化工品收率低等问题，无法满足炼化企业转型需求，国内炼厂存在大量石脑油馏分、柴油馏分需要高效利用，石脑油催化裂解制化学品技术(如KBR公司的ACO工艺、K-COT工艺)、柴油催化裂解工艺(如RLG技术、FDFCC-Ⅲ工艺、LTAG组合工艺)应运而生并得以快速发展，截止2022年6月，我国已有1600万吨/年的石脑油催化裂解装置在建或计划建设。
轻烃(石脑油、柴油)裂解反应是强吸热反应，需要较高的反应温度和热量，但轻烃馏程轻，裂解焦炭产率很低，再生燃烧热量不足以维持反应系统热平衡，需向再生系统补充热量，补燃过程不但浪费大量燃料，同时易产生局部高温，加速裂解催化剂的失活。
甲醇是一种很容易从煤矿中提取的平台化合物。我国的能源特征是“多煤”、“少油”、“缺气”，为减少我国对石油的过度依赖进口，煤经甲醇制化工品技术降低石油制化工品单一技术路线带来的风险，同时煤经甲醇制化工品技术有显现良好的经济效益，使得甲醇制化工品技术在我国呈现勃勃生机。到2021年底，我国已有26套甲醇制烯烃工业装置在运行，产能超过1500万t/a。甲醇制芳烃也取得了长足的进步，如由上海院、工程建设公司、燕山石化组成的攻关团队进行联合研发甲醇制芳烃(S-MTA)成套工艺，技术指标总体居于国际领先水平。清华大学开发的甲醇多级流化床反应生产PX技术(FMTA)完成工业化试验。甲醇制化工品技术已经成为传统石油路线制备低碳烯烃技术的有效替代，很大程度上减少了对石油的依赖。
甲醇转化为烯烃的反应包含甲醇转化为二甲醚和甲醇或二甲醚转化为烯烃两个反应，反应属于强放热。同时甲醇转化为烃类的反应速度非常快。根据大连化物所的实验研究，在反应接触时间短至0.04s便可以达到100％的甲醇转化率。从反应机理推测，短的反应接触时间，可以有效地避免烯烃进行二次反应，提高低碳烯烃的选择性。
如上所述，轻烃裂化工艺是吸热反应，甲醇裂化工艺是放热反应。因此，提出了上述两种工艺的热偶联反应，以用于热中和。然而，甲醇裂化工艺比轻烃裂化工艺更快地进行，反应温度更低。因此，二者的简单混合偶联反应由于许多副产品的生成而不利于轻质烯烃产率的提高。
CN 106715656 A公开了一种石脑油和甲醇混合催化裂化反应工艺，使用循环流化床反应器进行石脑油和甲醇的同时裂化反应，在从反应器的下部开始的反应器总长度的0％-5％的位置处供应石脑油，并在从反应器的下部开始的反应器总长度的10％-80％的位置处供应甲醇。通过在石脑油和甲醇的引入位置不同的情况下使引入反应器中的石脑油和甲醇同时裂化。通过采用分段进料裂解，虽可以一定程度上利用热中和，但石脑油组分的裂解产物未及时与热催化剂分离，发生二次反应，降低了轻质烯烃的收率。
CN 110951502本发明涉及一种改善热量分布的催化裂化方法，将催化裂化原料油送入催化裂化反应器的第一反应区中与催化裂化催化剂接触并进行第一催化裂化反应；将所得第一反应产物和半待生催化剂在催化裂化反应器的第二反应区中继续进行第二催化裂化反应，得到第二反应产物和待生催化剂；将含氧化合物送入催化裂化反应器的第二反应区中与第一反
应产物和半待生催化剂接触并一起进行所述第二催化裂化反应。本发明的方法能够改善催化裂化反应器的热量分布，改善反应产物分布。但石脑油组分的裂解产物未及时与热催化剂分离，发生二次反应，降低了轻质烯烃的收率。
CN 101164685A公布了一种用于甲醇或乙二醚催化反应的组合式快速流化床反应器。提出将沉降段的分离装置外置，有效缩小了沉降器的空间，提高催化剂沉降速度，减小烯烃停留时间，有效解决了乙烯及丙烯选择性低、收率低的技术问题。相对于传统沉降器外置的快速流化床反应器而言，乙烯收率可提高大于4％，丙烯收率可提高大于3％。
发明内容
本发明的目的在于提供一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法及系统，以解决现有轻烃、氧化合的催化裂解工艺不足，能够改善催化裂化反应器的热量分布，改善反应产物分布。
为实现上述目的，本申请是通过以下技术方案实现的：
一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，包括以下步骤：
S1、将石脑油馏分送入第一裂解反应器中，与再生后的催化剂接触并进行第一裂解反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂，将所得第一反应产物和第一待生催化剂在第一分离器中进行快速初步分离，分离后的第一反应产物及部分第一待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器进行精细分离；
S2、步骤S1中余下的第一待生催化剂进入第二裂解反应器中，与柴油馏分进行第二裂解反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将所述第二反应产物和第二待生催化剂在第二分离器中进行快速初步分离，分离后的第二反应产物及部分第二待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S3、步骤S2中余下的第二待生催化剂进入第三裂解反应器中，与甲醇进行第三催化裂解反应，得到第三反应产物和第三待生催化剂，将所述第三反应产物和第三待生催化剂在第三分离器中进行快速初步分离，分离后的第三反应产物及部分第三待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S4、步骤S3中余下的第三待生催化剂进入第四裂解反应器中，与含氧化合物馏分进行第四催化裂解反应，得到第四反应产物和第四待生催化剂，将所述第四反应产物和第四待生催化剂在第四分离器中进行快速初步分离，分离后的第四产物及部分第四催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S5、步骤S4中余下的第四待生催化剂送入失活催化剂再生器中进行烧炭再生，经过再生后的催化剂返回第一裂解反应器中进行循环反应。
进一步的，所述轻烃为石脑油馏分、柴油馏分，所述含氧化合物为甲醇、二甲醚。
进一步的，含氧化合物为一种或两种混合后进入一个下行式裂解反应器。
进一步的，所述石脑油含有C4-C12饱和烃或不饱和烃，选自于由以下物质所组成的组中的一种或多种物质：直馏石脑油、焦化石脑油、抽余油、拔头油、醚后碳四、催化汽油、加氢石脑油。
进一步的，所述柴油馏分含有C13-C20饱和烃或不饱和烃，选自于由以下物质所组成的组中的一种或多种物质：常压柴油、焦化采用、加氢柴油、轻质白油、液体石蜡、生物柴油。
进一步的，裂解反应器采用梯级递降的反应温度，第一裂解反应器的温度为580～680℃，第二裂解反应器的温度为530～630℃，第三裂解反应器的温度为450～550℃，第四裂解反应器的温度为400～500℃，失活催化剂再生器的烧焦温度为680-740℃，再生后催化剂碳含量＜0.05％wt。
进一步的，裂解反应器采用不同的反应时间，第一裂解反应器的反应时间为0.4-2s，第二裂解反应器的反应时间为0.4-2s，第一裂解反应器的反应时间为0.2-1.5s，第一裂解反应器的反应时间为0.2-1.5s，失活催化剂再生器的烧焦时间为反应时间为2-10s。
进一步的，裂解反应器可采用不同的反应剂油比，第一裂解反应器的反应剂油比为15-40，第二裂解反应器的反应剂油比为15-40，第三裂解反应器的反应剂油比为10-30，第四裂解反应器的反应剂油比为10-30。
进一步的，各步骤的原料的进料占总进料量的比为，石脑油馏分占比为20％-40％；柴油馏分占比为20％-40％；含氧化合物占比为20-60％。
进一步的，所述催化剂为微球型，包括改性分子筛、粘结剂及基质。
进一步的，所述改性分子筛为改性的Y型分子筛、ZSM-5型分子筛、SAPO型分子筛、β型分子筛的一种或多种。
进一步的，工艺中使用的催化剂为两种催化剂组成混合催化剂，其中第一催化剂的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，第二催化剂的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛；按重量百分比计，混合催化剂中第一催化剂占比10％-40％，第二催化剂占比60％-90％。
一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，包括第一裂解反应器、第二裂解反应器、第三裂解反应器、第四裂解反应器、第一分离器、第二分离器、第三分离器、第四分离器、沉降器及失活催化剂再生器；
失活催化剂再生器的出料口通过再生催化剂管路与第一裂解反应器的入口连接，第一原料管路在第一裂解反应器的入口附近与再生催化剂管路连接，第一裂解反应器的出口通过管路与第一分离器的进口连接，第一分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第一分离器的第二出口通过第一待生催化剂管路与第二裂解反应器的入口连接，第二原料管路在第二裂解反应器的入口附近与第一待生催化剂管路连接，第二裂解反应器的出口通过管路与第二分离器的进口连接，第二分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第二分离器的第二出口通过第二待生催化剂管路与第三裂解反应器的入口连接，第三原料管路在第三裂解反应器的入口附近与第二待生催化剂管路连接，第三裂解反应器的出口通过管路与第三分离器的进口连接，第三分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第三分离器的第二出口通过第三待生催化剂管路与第四裂解反应器的入口连接，第四原料管路在第四裂解反应器的入口附近与第三待生催化剂管路连接，第四裂解反应器的出口通过管路与第四分离器的进口连接，第四分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第四分离器的第二出口通过第四待生催化剂管路与失活催化剂再生器的入口连接。
进一步的，上述的第一裂解反应器至第四裂解反应器均为下行式反应器、提生管反应器、密相流化床反应器的一种或多种，优选下行式反应器。
进一步的，所述失活催化剂再生器为提升管再生器、下行管式再生器、烧焦管式再生器中的一种，优选提升管式再生器。
进一步的，上述的第一分离器至第四分离器均为惯性分离器、卧式分离器、立式分离器中一种或多种的组合，优选U型惯性分离器或卧式分离器。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
1、充分利用石脑油馏分、柴油馏分、甲醇、二甲醚催化裂解反应苛刻度逐渐降低的特点，使再生催化剂在多个反应器中与上述物料依次接触，发生顺序梯级反应，针对不同原料采用最适宜反应条件，提高轻质烯烃、芳烃产率2-8％。
2、充分利用了热中和反应，即利用轻烃裂解属于吸附反应，含氧化化合物转化属于放热反应的特性，与单石脑油裂解相比，可减少20％-50％补燃油使用量，降低碳排放量。
3、反应器采用高温、短接触反应方式，可提高一次反应裂解深度，同时有效降低二次反应发生，通过快速旋风装置使裂解产物与高温催化剂快速分离，减少生焦反应，进一步提高轻质烯烃、芳烃产率。
4、通过利用含氧化合物的催化裂解反应会产生水，有助于降低反应烃分压，抑制沉降器中裂解产物生焦反应。
附图说明
图1为是本发明提供的一种实施方式的基本设备示意图。
图中标号：11第一裂解反应器；12第二裂解反应器；13第三裂解反应器；14第四裂解反应器；21第一分离器；22第二分离器；23第三分离器；24第四分离器；31沉降器；41汽提器；51失活催化剂再生器。
具体实施方式
以下结合附图对本发明的技术方案进行详细的说明，以下的实施例仅是示例性的，仅能用来解释和说明本发明的技术方案，而不能解释为是对本发明的技术方案的限制。
如图1所示，本申请提供一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，包括第一裂解反应器、第二裂解反应器、第三裂解反应器、第四裂解反应器、第一分离器、第二分离器、第三分离器、第四分离器、沉降器及失活催化剂再生器。
失活催化剂再生器的出料口通过再生催化剂管路与第一裂解反应器的入口连接，第一原料管路在第一裂解反应器的入口附近与再生催化剂管路连接，第一裂解反应器的出口通过管路与第一分离器的进口连接，第一分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接。
第一分离器的第二出口通过第一待生催化剂管路与第二裂解反应器的入口连接，第二原料管路在第二裂解反应器的入口附近与第一待生催化剂管路连接，第二裂解反应器的出口通过管路与第二分离器的进口连接，第二分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接。
第二分离器的第二出口通过第二待生催化剂管路与第三裂解反应器的入口连接，第三原料管路在第三裂解反应器的入口附近与第二待生催化剂管路连接，第三裂解反应器的出口通过管路与第三分离器的进口连接，第三分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接。
第三分离器的第二出口通过第三待生催化剂管路与第四裂解反应器的入口连接，第四原料管路在第四裂解反应器的入口附近与第三待生催化剂管路连接，第四裂解反应器的出口通过管路与第四分离器的进口连接，第四分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接。
第四分离器的第二出口通过第四待生催化剂管路与失活催化剂再生器的入口连接。
上述的第一裂解反应器至第四裂解反应器均为下行式反应器、提生管反应器、密相流化床反应器的一种或多种，优选下行式反应器。
本申请的失活催化剂再生器为提升管再生器、下行管式再生器、烧焦管式再生器中的一种，优选提升管式再生器。
上述的第一分离器至第四分离器均为惯性分离器、卧式分离器、立式分离器中一种或多种的组合，优选U型惯性分离器或卧式分离器。
实施例1
在如图1所示的反应装置中，通过使用4个裂解反应器，使轻烃和含氧化合物与催化剂发生梯级裂化反应，反应使用的四种原料的进料占总进料量的比为：焦化石脑油占比30％，直馏柴油馏分占比30％，甲醇原料占比20％，二甲醚原料占比20％。
反应使用的催化裂解催化剂为2种催化剂组成混合催化剂，其中催化剂1的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，催化剂2的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛。混合剂中催化剂1占比20％，催化剂2占比80％。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用梯级递降的反应温度，反应器11的温度为640～660℃，反应器12的温度为580～600℃，反应器13的温度为480～530℃，反应器14的温度为460～500℃。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦温度为690-720℃，再生后催化剂碳含量＜0.05％wt。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用不同的反应时间，反应器11的反应时间为0.6-1s，反应器12的反应时间为0.6-1s，反应器13的反应时间为0.4-0.8s，反应器14的反应时间为0.4-0.8s。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦时间为反应时间为2-6s。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器可采用不同的反应剂油比，反应器11的反应剂油比为20，反应器12的反应剂油比为20，反应器13的反应剂油比为30，反应器14的反应剂油比为30。
实施例2
在如图1所示的反应装置中，通过使用4个裂解反应器，使轻烃和含氧化合物与催化剂发生梯级裂化反应，反应使用的四种原料的进料占总进料量的比为：焦化石脑油馏分占比30％，直馏柴油馏分占比30％，甲醇原料占比40％，二甲醚原料占比0％。
反应使用的催化裂解催化剂为2种催化剂组成混合催化剂，其中催化剂1的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，催化剂2的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛。混合剂中催化剂1占比20％，催化剂2占比80％。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用梯级递降的反应温度，反应器11的温度为640～660℃，反应器12的温度为580～600℃，反应器13的温度为480～530℃。失活催化剂采用提升管式再生器51进行再生，烧焦温度为690-720℃，再生催化剂碳含量＜0.05％wt。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用不同的反应时间，反应器11的反应时间为0.6-1s，反应器12的反应时间为0.6-1s，反应器13的反应时间为0.4-0.8s。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦时间为反应时间为2-6s。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器可采用不同的反应剂油比，反应器11的反应剂油比为20，反应器12的反应剂油比为20，反应器13的反应剂油比为30。
对比例1
在如图1所示的反应装置中，通过使用4个裂解反应器，使轻烃与催化剂发生梯级裂化反应，反应器11、12进料为焦化石脑油，反应器13、14进料为直馏柴油；反应使用的2种原料的进料占总进料量的比为：焦化石脑油馏分占比50％，直馏柴油馏分占比50％。
反应使用的催化裂解催化剂为2种催化剂组成混合催化剂，其中催化剂1的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，催化剂2的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛。混合剂中催化剂1占比20％，催化剂2占比80％。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用梯级递降的反应温度，反应器11的温度为640～660℃，反应器12的温度为580～600℃。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦温度为690-720℃，再生后催化剂碳含量＜0.05％wt。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用不同的反应时间，反应器11的反应时间为0.6-1s，反应器12的反应时间为0.6-1s。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦时间为反应时间为2-6s。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器可采用不同的反应剂油比，反应器11的反应剂油比为20，反应器12的反应剂油比为20。
对比例2
在如图1所示的反应装置中，通过使用1个裂解反应器，使轻烃和含氧化合物与催化剂发生混合裂化反应，反应使用的四种原料的进料占总进料量的比为：焦化石脑油馏分占比30％，直馏柴油馏分占比30％，甲醇原料占比20％，二甲醚原料占比20％。
反应使用的催化裂解催化剂为2种催化剂组成混合催化剂，其中催化剂1的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，催化剂2的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛。混合剂中催化剂1占比20％，催化剂2占比80％。
根据不同原料反应特性，下行式裂解反应器采用梯级递降的反应温度，反应器11的温度为580～600℃。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦温度为690-720℃，再生后催化剂碳含量＜0.05％wt。
反应器11的反应时间为0.6-1s。失活催化剂采用提升管式再生器51进行烧焦再生，烧焦时间为反应时间为2-6s。
反应器11的反应剂油比为20。
表1实施例、对比例中产物分布及补充能量数据
通过实施例1与对比例1比较，增加含氧化合物裂化后可提高低碳烯烃+芳烃7.3％的收率，同时降低补充热量32％。
通过实施例1与对比例2比较，采用梯级裂化反应可提高低碳烯烃+芳烃4.7％的收率，同时降低补充热量22％。
以上所述，仅是本发明的较佳实施例而已，并非是对本发明作其它形式的限制，任何熟悉本专业的技术人员可能利用上述揭示的技术内容加以变更或改型为等同变化的等效实施例。但是凡是未脱离本发明技术方案内容，依据本发明的技术实质对以上实施例所作的任何简单修改、等同变化与改型，仍属于本发明技术方案的保护范围。
Claims (16)
1.一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，包括以下步骤：
S1、将石脑油馏分送入第一裂解反应器中，与再生后的催化剂接触并进行第一裂解反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂，将所得第一反应产物和第一待生催化剂在第一分离器中进行快速初步分离，分离后的第一反应产物及部分第一待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器进行精细分离；
S2、步骤S1中余下的第一待生催化剂进入第二裂解反应器中，与柴油馏分进行第二裂解反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；将所述第二反应产物和第二待生催化剂在第二分离器中进行快速初步分离，分离后的第二反应产物及部分第二待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S3、步骤S2中余下的第二待生催化剂进入第三裂解反应器中，与甲醇进行第三催化裂解反应，得到第三反应产物和第三待生催化剂，将所述第三反应产物和第三待生催化剂在第三分离器中进行快速初步分离，分离后的第三反应产物及部分第三待生催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S4、步骤S3中余下的第三待生催化剂进入第四裂解反应器中，与含氧化合物馏分进行第四催化裂解反应，得到第四反应产物和第四待生催化剂，将所述第四反应产物和第四待生催化剂在第四分离器中进行快速初步分离，分离后的第四产物及部分第四催化剂进入沉降器中经旋风分离器精细分离；
S5、步骤S4中余下的第四待生催化剂送入失活催化剂再生器中进行烧炭再生，经过再生后的催化剂返回第一裂解反应器中进行循环反应。
2.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，所述轻烃为石脑油馏分、柴油馏分，所述含氧化合物为甲醇、二甲醚。
3.根据权利要求2所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，含氧化合物为一种或两种混合后进入一个下行式裂解反应器。
4.根据权利要求2所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，所述石脑油含有C4-C12饱和烃或不饱和烃，选自于由以下物质所组成的组中的一种或多种物质：直馏石脑油、焦化石脑油、抽余油、拔头油、醚后碳四、催化汽油、加氢石脑油。
5.根据权利要求2所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，所述柴油馏分含有C13-C20饱和烃或不饱和烃，选自于由以下物质所组成的组中的一种或多种物质：常压柴油、焦化采用、加氢柴油、轻质白油、液体石蜡、生物柴油。
6.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，裂解反应器采用梯级递降的反应温度，第一裂解反应器的温度为580～680℃，第二裂解反应器的温度为530～630℃，第三裂解反应器的温度为450～550℃，第四裂解反应器的温度为400～500℃，失活催化剂再生器的烧焦温度为680-740℃，再生后催化剂碳含量＜0.05％wt。
7.根据权利要求6所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，裂解反应器采用不同的反应时间，第一裂解反应器的反应时间为0.4-2s，第二裂解反应器的反应时间为0.4-2s，第一裂解反应器的反应时间为0.2-1.5s，第一裂解反应器的反应时间为0.2-1.5s，失活催化剂再生器的烧焦时间为反应时间为2-10s。
8.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，裂解反应器可采用不同的反应剂油比，第一裂解反应器的反应剂油比为15-40，第二裂解反应器的反应剂油比为15-40，第三裂解反应器的反应剂油比为10-30，第四裂解反应器的反应剂油比为10-30。
9.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，各步骤的原料的进料占总进料量的比为，石脑油馏分占比为20％-40％；柴油馏分占比为20％-40％；含氧化合物占比为20-60％。
10.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，所述催化剂为微球型，包括改性分子筛、粘结剂及基质。
11.根据权利要求10所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，所述改性分子筛为改性的Y型分子筛、ZSM-5型分子筛、SAPO型分子筛、β型分子筛的一种或多种。
12.根据权利要求1所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的方法，其特征在于，工艺中使用的催化剂为两种催化剂组成混合催化剂，其中第一催化剂的活性组成为氧化镧、氧化铈改性的Y型分子筛，第二催化剂的活性组成为P2O5改性的ZSM-5型分子筛；按重量百分比计，混合催化剂中第一催化剂占比10％-40％，第二催化剂占比60％-90％。
13.一种含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，其特征在于，包括第一裂解反应器、第二裂解反应器、第三裂解反应器、第四裂解反应器、第一分离器、第二分离器、第三分离器、第四分离器、沉降器及失活催化剂再生器；
失活催化剂再生器的出料口通过再生催化剂管路与第一裂解反应器的入口连接，第一原料管路在第一裂解反应器的入口附近与再生催化剂管路连接，第一裂解反应器的出口通过管路与第一分离器的进口连接，第一分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第一分离器的第二出口通过第一待生催化剂管路与第二裂解反应器的入口连接，第二原料管路在第二裂解反应器的入口附近与第一待生催化剂管路连接，第二裂解反应器的出口通过管路与第二分离器的进口连接，第二分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第二分离器的第二出口通过第二待生催化剂管路与第三裂解反应器的入口连接，第三原料管路在第三裂解反应器的入口附近与第二待生催化剂管路连接，第三裂解反应器的出口通过管路与第三分离器的进口连接，第三分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第三分离器的第二出口通过第三待生催化剂管路与第四裂解反应器的入口连接，第四原料管路在第四裂解反应器的入口附近与第三待生催化剂管路连接，第四裂解反应器的出口通过管路与第四分离器的进口连接，第四分离器的第一出口通过管路与沉降器入口连接；
第四分离器的第二出口通过第四待生催化剂管路与失活催化剂再生器的入口连接。
14.根据权利要求13所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，其特征在于，上述的第一裂解反应器至第四裂解反应器均为下行式反应器、提生管反应器、密相流化床反应器的一种或多种，优选下行式反应器。
15.根据权利要求13所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，其特征在于，所述失活催化剂再生器为提升管再生器、下行管式再生器、烧焦管式再生器中的一种，优选提升管式再生器。
16.根据权利要求13所述的含氧化合物与轻烃混合催化裂解制化工品的系统，其特征在于，上述的第一分离器至第四分离器均为惯性分离器、卧式分离器、立式分离器中一种或多种的组合，优选U型惯性分离器或卧式分离器。
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