CN1179018C - 一种增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法 - Google Patents
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Abstract
一种增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法，是使烃油原料在提升管或流化床反应器中与含有五元环高硅沸石的催化剂接触、反应，并在油剂混合物沿反应器上行的过程中，分段注入水蒸汽；在反应器出口处分离反应油气和积炭的催化剂，油气送入后续分离系统，而反应后积炭的催化剂经汽提、再生后循环使用。采用该方法不仅可以提高乙烯和丙烯产率，还可以在一定程度上缓解催化剂的水热失活。
Description
技术领域
本发明属于在不存在氢的情况下石油烃的催化转化方法，更具体地说，是重质石油烃在高温蒸汽和催化剂的作用下催化转化制取乙烯、丙烯等低碳烯烃的方法。
背景技术
目前低碳烯烃的生产主要依靠管式炉蒸汽热裂解，适用的原料为乙烷、丙烷、丁烷、石脑油、轻柴油和凝析油等轻质石油烃。在蒸汽裂解原料中，石脑油占主导地位、所占份额为50～55％，乙烷的份额达到25～30％，而丙烷、丁烷、轻柴油和凝析油的比例都不超过10％。
随着原油日趋变重，作为蒸汽裂解原料的轻质石油烃的供应量已不能满足需要，因此，人们不得不将注意力转移到重质石油烃制取气体烯烃的工艺上来，例如，采用石英砂、焦炭等惰性固体作为热载体的重质石油烃热裂解法，采用碱金属或碱土金属氧化物催化剂作为热载体的重质石油烃热裂解法等。
ZL87105428.0中介绍了一种制取丙烯和丁烯的催化裂解方法。该方法采用流化床或移动床反应器和固体酸性催化剂，在反应温度为500～650℃，进料重量空速为0.2～20时-1，剂油比为2～12的条件下进行反应。当使用ZSM-5为活性组分、高岭土为载体的催化剂，以减压瓦斯油为原料，并在580℃下进行反应时，其乙烯产率为5.9重％，丙烯产率为21.9重％，丁烯产率为15.6重％。
CN1069016A中披露了一种将重质烃类在流化床或活塞流反应器内转化，制取乙烯兼产丙烯和丁烯的方法，其主要反应条件为：温度650～900℃、压力1.3～2.8×105帕、剂油比15～35、反应时间为0.1～3秒。
CN1218786A中披露了一种制取乙烯和丙烯的催化热裂解方法。在提升管或下行式反应器中，重质石油烃与含层柱粘土分子筛和/或经磷和铝或镁或钙改性的五元环高硅沸石的催化剂接触，在反应温度为650～750℃、反应压力为1.5～4×105帕、剂油比15～40、反应时间为0.2～5秒的条件下进行反应。
USP 5846403中披露了一种催化汽油返回反应器再裂化制取低碳烯烃的方法，该方法将催化汽油注入提升管反应器的上游反应区，而重质原料油注入提升管下游反应区，通过汽油的二次裂化提高低碳烯烃的产率。
USP 6033555中披露了一种轻质石油烃先在催化裂化反应区反应，产物物流不经分离直接进入一个热裂化反应区进行二次裂化，从而增产乙烯的方法。该方法的原料为乙烷、丙烷、丁烷、丁烯、裂解石脑油、焦化石脑油、催化汽油以及直馏汽油、煤油和柴油；催化裂化反应区的条件为：反应温度500～750℃、进料重时空速0.1～100时-1；热裂化反应区的条件为：反应温度650～900℃、停留时间0.1～20秒。
在上述现有技术中，为了增产低碳烯烃均采用了较高的蒸汽注入量，例如，ZL87105428.0要求水蒸汽与原料油的重量比为0.01～2∶1，在CN1218786A中，水蒸汽与原料油的重量比为0.3～1∶1。但蒸汽的注入方式并没有得到相应的改进，仍然沿用着常规催化裂化的蒸汽注入方法。大量的蒸汽注入提升管反应器的底部，不仅会降低原料油与再生催化剂的初始接触温度、影响原料的雾化效果和对重油大分子的裂化能力，而且还会对催化剂的活性造成不良影响。
发明内容
本发明的目的就是在上述现有技术的基础上，提供一种新的增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法，使得反应过程中所注入的大量的水蒸汽对催化裂化反应过程和催化剂活性所造成的不良影响在一定程度上得到缓解。
本发明提供的增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法如下：20～100重％的烃油原料经预热后由下进料喷嘴注入提升管或流化床反应器中，与含有五元环高硅沸石的催化剂接触并反应，而其余的0～80重％的烃油原料经预热后由上进料喷嘴注入该反应器，与来自上游的油剂混合物接触、反应，烃油原料的反应温度为500～700℃，反应压力为1.5～4×105帕，反应时间为0.5～10秒，剂油比为6～40，水蒸汽与烃油原料的重量比为0.1～1∶1，油剂混合物上行至反应器出口处，使反应油气和积炭的催化剂相分离，油气送入后续分离系统，而反应后积炭的催化剂经汽提、再生后循环使用，其特征在于：在上述反应过程中，2～20重％的水蒸汽注入预提升段，10～80重％的水蒸汽由下进料喷嘴注入，0～60重％的水蒸汽由上进料喷嘴注入，0～60重％的水蒸汽由反应器中部注入，0～60重％的水蒸汽由反应器上部注入。
与现有技术相比，本发明的有益效果主要体现在以下几个方面：
1、与常规的流化催化裂化相比，本发明采用了氢转移活性低、烯烃选择性高的含五元环高硅沸石的催化剂，提高了反应温度，并采用分段注蒸汽的方法，从而增加了低碳烯烃的产率，特别是增加了乙烯和丙烯的产率，为石油化工提供了更多的原料。
2、与现有生产低碳烯烃技术相比，本发明采用了分段注蒸汽逐步降低油气分压的方法，提高了烃油原料与再生催化剂接触的初始温度，有利于原料的一次裂化和低碳烯烃的生成，提高低碳烯烃特别是乙烯和丙烯的产率。
3、本发明由于采用了分段注蒸汽的方法，提高了新鲜原料与催化剂接触的初始温度，从而也使得反应所需温度可以进一步降低，并可以在一定程度上减缓催化剂的水热失活。
4、本发明使用的原料范围宽，可以是常压瓦斯油、减压瓦斯油、焦化瓦斯油、脱沥青油、加氢尾油、常压渣油、减压渣油或原油的一种或一种以上的混合物，扩宽了乙烯原料的来源。
附图说明
图1是本发明提供方法的流程示意图。
具体实施方式
本发明所述的烃油原料选自：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、减压渣油或原油中的一种或一种以上的混合物。本发明所述的烃油原料包括催化裂化回炼油和/或油浆。
本发明所述的五元环高硅沸石选自ZSM-5、ZSM-8或ZSM-11结构类型的高硅沸石以及经物理和/或化学方法处理后得到的五元环高硅沸石。
本发明提供的方法适用于提升管反应器、流化床反应器、提升管+流化床反应器以及在它们的基础上改进的反应器型式。
在本发明所述方法中，以提升管或流化床反应器的最下端为起点，并将反应器的有效长度定义为100％，预提升段、下进料喷嘴、上进料喷嘴、反应器中部、反应器上部分别位于提升管反应器的0～10％处、10～25％处、30～45％处、50～65％处和70～85％处。
在本发明所述方法中，反应器中部和反应器上部还可以采用比较灵活的蒸汽注入方式，例如，可以将由反应器中部或反应器上部注入的蒸汽量分为2～4股，并使其由位于反应器中部或反应器上部的不同标高处的蒸汽注入口注入反应器中。
在本发明所述方法中，烃油原料的反应温度为500～700℃，优选550～650℃；反应压力为1.5～4×105帕，优选1.5～3.5×105帕；反应时间为0.5～10秒，优选1～5秒；剂油比为6～40，优选10～30；水蒸汽与烃油原料的重量比为0.1～1∶1，优选0.2～0.6∶1。
在本发明所述方法中，反应后积炭的催化剂经汽提和再生后返回反应器循环使用，再生后的催化剂的温度为650～850℃，优选700～800℃。再生催化剂返回反应器循环使用之前，最好先经蒸汽汽提，脱除其所吸附、夹带的非烃气体杂质，如氮气、二氧化碳、一氧化碳、氧气等。再生催化剂的汽提过程可以在输送管线内完成，也可以在一单独的容器中完成。
下面结合附图进一步说明本发明提供的方法，但本发明并不因此而受到任何限制。
20～100重％的烃油原料经预热后由下进料喷嘴3注入提升管反应器1中，与含有五元环高硅沸石的催化剂接触并反应，而其余的0～80重％的烃油原料经预热后由上进料喷嘴4注入该反应器1，并与来自上游的油剂混合物接触、反应，反应温度为500～700℃，反应压力为1.5～4×105帕，反应时间为0.5～10秒，剂油比为6～40，水蒸汽与烃油原料的重量比为0.1～1∶1。在上述反应过程中，2～20重％的水蒸汽由预提升段2注入提升管反应器，10～80重％的水蒸汽由下进料喷嘴3注入，0～60重％的水蒸汽由上进料喷嘴4注入，0～60重％的水蒸汽由反应器中部5注入，0～60重％的水蒸汽由反应器上部6注入。在提升管反应器中，反应油气和催化剂的混合物沿提升管上行，在提升管出口处，分离反应油气和积炭的催化剂，油气送入后续分离系统，而反应后积炭的催化剂经汽提、再生后循环使用。
下面的实例将对本发明予以进一步的说明，但本发明并不因此而受到任何限制。
实例中所使用的原料油和催化剂的性质分别列于表1和2。原料油A是常压渣油，原料油B是减压瓦斯油掺30重％减压渣油，原料油C是减压瓦斯油掺25重％脱沥青油。CEP-1、CRP-1和CIP-3三种催化剂都是由中国石化齐鲁石化公司催化剂厂工业生产的，其中CEP-1催化剂是含经磷和镁处理的五元环高硅沸石为活性组分的催化剂，CRP-1催化剂以含稀土和磷的五元环高硅沸石为活性组分，而CIP-3催化剂是采用含稀土和磷的五元环高硅沸石和USY沸石为活性组分的催化剂。
实例1
本实例是本发明提供方法的实施效果。
使用原料油A和CEP-1催化剂，在连续反应—再生操作的中型提升管装置上进行催化转化试验。该提升管反应器的直径为16毫米，总高度为10米，共装有五层喷嘴，底部是预提升段蒸汽喷嘴、下进料喷嘴距离底部1米、上进料喷嘴距离底部3.5米，反应器中部注蒸汽喷嘴距离底部6.5米和反应器上部注蒸汽喷嘴距离底部8米。预提升段蒸汽喷嘴、下进料喷嘴、上进料喷嘴、反应器中部注蒸汽喷嘴和反应器上部注蒸汽喷嘴的蒸汽注入量分别占注入提升管的总蒸汽量的10％、25％、25％、20％和20％。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后通过下进料喷嘴进入提升管反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表3。
实例2
本实例说明采用本发明提供的方法，以重质石油烃为原料催化转化制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油A和CEP-1催化剂，在与实例1相同的中型提升管装置上进行催化转化试验。蒸汽注入方式与实例1相同。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后，其中60重％的原料油通过下进料喷嘴进入到提升管反应器内，40重％的原料油通过上进料喷嘴进入到提升管反应器内，原料油和催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表3。
对比例1
本对比例说明采用现有生产低碳烯烃技术，仅有预提升蒸汽喷嘴和进料喷嘴的提升管反应器中制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油A和CEP-1催化剂，在连续反应—再生操作的中型提升管装置上进行催化转化试验。该提升管反应器的直径为16毫米，总高度为10米，共装有两层喷嘴，底部是预提升段蒸汽喷嘴、进料喷嘴距离底部1米。在预提升段蒸汽喷嘴和进料喷嘴的蒸汽注入量分别占总蒸汽量的10重％和90重％。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后通过进料喷嘴进入到提升管反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表3。
实例3
本实例说明采用本发明提供的方法，以重质石油烃为原料催化转化制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油B和CRP-1催化剂，在与实例1相同的中型提升管装置上进行催化转化试验。预提升段蒸汽喷嘴、下进料喷嘴、上进料喷嘴、反应器中部注蒸汽喷嘴和反应器上部注蒸汽喷嘴的蒸汽注入量分别占注入提升管的总蒸汽量的10重％、20重％、10重％、10重％和50重％。
试验采用全回炼的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后通过下进料喷嘴进入提升管反应器内，全部回炼的油浆通过上进料喷嘴进入提升管反应器内，原料油和油浆与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表4。
实例4
本实例说明采用本发明提供的方法，以重质石油烃为原料的催化转化制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油B和CRP-1催化剂，在与实例1相同的中型提升管装置上进行催化转化试验。蒸汽注入方式与实施例3相同。
试验采用全回炼的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后，其中60重％的原料油通过下进料喷嘴进入到提升管反应器内，40重％的原料油和全部回炼的油浆通过上进料喷嘴进入到提升管反应器内，原料油和油浆与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表4。
对比例2
本对比例说明采用现有生产低碳烯烃技术，仅有预提升蒸汽喷嘴和进料喷嘴的提升管反应器中制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油B和CRP-1催化剂，在与对比例1相同的中型提升管装置上进行催化转化试验。预提升段蒸汽喷嘴和进料喷嘴的蒸汽注入量分别占总蒸汽量的10重％和90重％。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后和全部回炼的油浆混合，通过进料喷嘴进入到提升管反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表4。
实例5
本实例说明采用本发明提供的方法，以重质石油烃为原料催化转化制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油C和CIP-3催化剂，在连续反应-再生操作的中型提升管加密相流化床装置上进行催化转化试验。该提升管加流化床反应器的提升管直径为16毫米、高度为6米，流化床直径为100毫米、高度为3米，共装有五层喷嘴，底部是预提升段蒸汽喷嘴、下进料喷嘴距离底部1米、上进料喷嘴距离底部3.5米，反应器中部注蒸汽喷嘴距离底部6.5米和反应器上部注蒸汽喷嘴距离底部7.5米。在预提升段蒸汽喷嘴、下进料喷嘴、上进料喷嘴、反应器中部注蒸汽喷嘴和反应器上部注蒸汽喷嘴处注入的蒸汽量分别占总蒸汽量的20重％、35重％、15重％、15重％和15重％。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后通过下进料喷嘴进入提升管加流化床反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表5。
对比例3
本对比例说明采用现有生产低碳烯烃技术，仅有预提升蒸汽喷嘴和进料喷嘴的提升管反应器中制取乙烯和丙烯的情况。
使用原料油C和CIP-3催化剂，在连续反应-再生操作的中型提升管加密相流化床装置上进行催化转化试验。该提升管加流化床反应器的提升管直径为16毫米、高度为6米，流化床直径为100毫米、高度为3米，共装有两层喷嘴，底部是预提升段蒸汽喷嘴、进料喷嘴距离底部1米。在预提升段蒸汽喷嘴和进料喷嘴处注入的蒸汽量分别占总蒸汽量的20重％和80重％。
试验采用单程通过的操作方式，原料油经预热炉加热至350℃左右后通过进料喷嘴进入到提升管加流化床反应器内，与热的催化剂接触进行催化转化反应。反应产物和水蒸汽以及待生催化剂从反应器出口进入到沉降器，在沉降器内反应产物和催化剂快速分离，反应产物进一步分离成气体产物和液体产物，而待生催化剂由重力作用进入到汽提器，由水蒸汽汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物。汽提后的待生催化剂进入到再生器，与加热过的空气接触进行再生。再生后的催化剂在输送管线内用水蒸汽汽提，以除去再生催化剂吸附和携带的非烃气体杂质。汽提后的再生催化剂再返回到提升管反应器中循环使用。试验的操作条件和结果列于表5。
表1
| 项目 | A | B | C |
| 密度(20℃)，g/cm3残炭，m％ | 0.90124.7 | 0.88262.9 | 0.89860.4 |
| 元素组成，重％CHSN | 86.7512.840.250.16 | 86.6313.020.230.12 | 87.0612.480.310.15 |
| 烃族组成，重％饱和烃芳烃胶质沥青质 | 55.528.015.70.8 | 59.826.413.20.6 | ---- |
| 金属含量，ppmFeNiVNa | 4.96.30.25.2 | 3.92.90.11.8 | 4.21.20.62.5 |
| 馏程，℃初馏点10％30％50％70％90％ | 282447498--- | 284438482540-- | 305384430471502535 |
表2
| 催化剂 | CEP-1 | CRP-1 | CIP-3 |
| 化学组成，重％Al2O3Fe2O3 | 46.50.27 | 54.20.26 | 50.60.31 |
| 物理性质比表面积，m2/g孔体积，cm3/g堆积密度，g/cm3磨损指数，m％/h灼烧减量，重％ | 1520.240.860.912.0 | 1620.260.861.212.0 | 1900.300.761.312.0 |
| 筛分组成，v％0～20μm0～40μm0～80μm0～110μm0～149μm＞149μm | 3.016.658.678.091.88.2 | 3.219.259.878.690.29.8 | 2.819.860.379.890.69.4 |
表3
| 实例1 | 实例2 | 对比例1 | |
| 原料油进料速率，kg/h下进料比例，％上进料比例，％提升管出口温度，℃再生温度，℃注蒸汽速率，kg/h蒸汽注入量的分配：预提升蒸汽，重％下进料喷嘴，重％上进料喷嘴，重％提升管中部，重％提升管上部，重％ | 8100062075041025252020 | 8604062075041025252020 | 810062075041090000 |
| 产物收率，重％C1～C4气体其中乙烯丙烯C5+裂解汽油裂解轻油油浆焦炭合计 | 66.3622.8618.7511.118.644.389.51100.00 | 67.4323.4918.9610.288.424.259.62100.00 | 63.9820.1617.6712.539.264.879.36100.00 |
表4
| 实例3 | 实例4 | 对比例2 | |
| 原料油进料速率，kg/h下进料喷嘴，重％上进料喷嘴，重％提升管出口温度，℃再生温度，℃注蒸汽速率，kg/h蒸汽注入量的分配：预提升蒸汽，重％下进料喷嘴，重％上进料喷嘴，重％提升管中部，重％提升管上部，重％ | 810006207352.81020101050 | 830706207352.81020101050 | 81006207352.81090000 |
| 产物收率，重％C1～C4气体其中乙烯丙烯C5+裂解汽油裂解轻油油浆焦炭合计 | 64.1320.4518.0616.768.15010.96100.00 | 64.9721.2818.4315.868.09011.08100.00 | 62.3218.5616.4218.548.38010.76100.00 |
表5
| 原料油 | 实例5 | 对比例3 |
| 原料油进料速率，kg/h提升管出口温度，℃再生温度，℃注蒸汽速率，kg/h蒸汽注入量的分配：预提升蒸汽，重％下进料喷嘴，重％上进料喷嘴，重％提升管中部，重％提升管上部，重％ | 1060070032035151515 | 1060070032080000 |
| 产物收率，重％C1～C4气体其中乙烯丙烯C5+裂解汽油裂解轻油油浆焦炭合计 | 57.5514.2319.2918.3710.216.057.82100.00 | 55.9912.5818.4619.1510.866.327.68100.00 |
Claims (6)
1、一种增产乙烯和丙烯的重质石油烃催化转化方法，是使20～100重％的烃油原料经预热后由下进料喷嘴注入提升管或流化床反应器中，与含有五元环高硅沸石的催化剂接触并反应，而其余的0～80重％的烃油原料经预热后由上进料喷嘴注入该反应器，与来自上游的油剂混合物接触、反应，烃油原料的反应温度为500～700℃，反应压力为1.5～4×105帕，反应时间为0.5～10秒，剂油比为6～40，水蒸汽与烃油原料的重量比为0.1～1∶1，油剂混合物上行至反应器出口处，使反应油气和积炭的催化剂相分离，油气送入后续分离系统，而反应后积炭的催化剂经汽提、再生后循环使用，其特征在于：在上述反应过程中，2～20重％的水蒸汽注入预提升段，10～80重％的水蒸汽由下进料喷嘴注入，0～60重％的水蒸汽由上进料喷嘴注入，0～60重％的水蒸汽由反应器中部注入，0～60重％的水蒸汽由反应器上部注入；所述的预提升段、下进料喷嘴、上进料喷嘴、反应器中部、反应器上部分别位于以反应器的最下端为起点的反应器的0～10％处、10～25％处、30～45％处、50～65％处和70～85％处。
2、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的烃油原料选自：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一种以上的混合物。
3、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的五元环高硅沸石选自ZSM-5、ZSM-8或ZSM-11结构类型的高硅沸石或经物理和/或化学方法处理ZSM-5、ZSM-8或ZSM-11后得到的五元环高硅沸石。
4、按照权利要求1的方法，其特征在于所述的由反应器中部或反应器上部注入的蒸汽量可分为2～4股，使每一股蒸汽由位于反应器中部或反应器上部的不同标高处的蒸汽注入口注入反应器。
5、按照权利要求1的方法，其特征在于所述烃油原料的反应条件为：反应温度550～650℃，反应压力1.5～3.5×105帕，反应时间1～5秒，剂油比10～30，水蒸汽与烃油原料的重量比为0.2～0.6∶1。
6、按照权利要求1的方法，其特征在于再生后的催化剂脱除其所吸附、夹带的非烃气体后，返回反应器循环使用。
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