一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置

摘要

本发明提供一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置。所述方法包括：使重质原料与裂化催化剂在提升管反应器中接触反应，得到第一油剂混合物；使所述第一油剂混合物进入流化床反应器中进行反应；以及使轻质原料与裂化催化剂在下行式反应器中接触反应，得到第二油剂混合物。本发明的催化转化方法和装置将轻质原料引入下行式反应器，在高温、短接触时间和大剂油比的条件下可以提高轻质原料的转化率和低碳烯烃的选择性，从而进一步提高乙烯和丙烯的产率。

说明书

技术领域

本发明涉及石油加工领域，具体涉及一种生产低碳烯烃的催化转化方法和催化转化装置。

背景技术

近年来，随着化工行业的不断发展，乙烯、丙烯等低碳烯烃的需求量呈现快速增长的趋势，低碳烯烃市场存在较大缺口。目前生产低碳烯烃的方法主要有蒸汽裂解技术、催化裂化技术、丙烷脱氢制丙烯技术和煤制甲醇再制烯烃技术等。其中，蒸汽裂解技术是低碳烯烃的主要来源，其生产的乙烯占乙烯总产量的95％以上，丙烯占丙烯总产量的61％左右，而催化裂化技术生产的丙烯占丙烯总产量约34％。随着蒸汽裂解采用新的轻质原料，产品分布将会出现变化，如采用乙烷作为蒸汽裂解原料，与以石脑油为原料相比，产物中乙烯比例明显提高，丙烯和丁烯的产率将会降低。而催化裂化工艺可以处理重质原料油，并且能够产生较多的低碳烯烃，是蒸汽裂解技术的一条有效补充措施。然而，常规的催化裂化工艺低碳烯烃的产率不高，其产率不超过原料油的15％，很难满足市场的需求，因此开发能够处理重质原料油且多产低碳烯烃的催化裂化技术是非常有必要的。

CN1031834A公开了一种生产低碳烯烃的催化转化方法。该方法以不同沸程的石油馏分、渣油或原油为原料，以含有Y沸石和五元环高硅沸石的混合物为催化剂，采用流化床或移动床为反应器，反应条件为：温度500～650℃，压力0.15～0.30MPa，重时空速0.2～20小时

CN104560149A公开了一种生产丁烯的催化转化方法。该方法共设置了4个反应器，除了采用双提升管加流化床的反应器构型之外，还在沉降器的外部设置了一个流化床反应器，用于裂化中汽油馏分，而反应产物进入提升管反应器继续发生裂化反应，反应后的催化剂经烧焦再生后返回反应器内循环使用。该方法以含有Y沸石和β沸石的混合物为催化剂，可以获得较高的丙烯和丁烯产率。

CN102206509A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法采用双提升管和流化床反应器的组合反应器形式，其中重质烃类与含有改性β沸石的裂化催化剂在第一反应器接触反应，C4烃馏分和/或轻汽油馏分与含有改性β沸石的裂化催化剂在第二反应器接触反应后引入第三反应器继续反应，第三反应器为流化床反应器，为汽油馏分的二次裂化反应创造了条件，从而提高丙烯和轻芳烃的产率。

CN103131464A公开了一种生产丙烯和轻芳烃的烃类催化转化方法。该方法将石油烃与催化裂解催化剂在提升管内接触反应，反应流出物不经分离进入流化床反应器，与引入的经过孔道修饰处理的催化剂接触进行齐聚、裂化和芳构化反应，分离得到包括低碳烯烃和轻芳烃的产品，积炭催化剂经汽提、再生后分为两部分，其中一部分回提升管循环使用，另一部分先送至催化剂孔道修饰区，与接触剂接触并反应，再送去流化床使用。该方法对重质烃类原料具有较高的重油转化能力和高的丙烯选择性。

以上技术通过调整催化剂配方、设置不同的反应区以及采用提升管与流化床相结合的组合反应器形式来促进重质烃类原料的转化或提高低碳烯烃的选择性，但不同反应区精准控制受限，且轻质烃类原料的乙烯和丙烯产率较低。

需注意的是，前述背景技术部分公开的信息仅用于加强对本发明的背景理解，因此它可以包括不构成对本领域普通技术人员已知的现有技术的信息。

发明内容

本发明的目的在于针对现有技术的不足之处，提供一种可精确控制不同反应区反应环境的催化转化方法和催化转化装置，从而提高低碳烯烃产率。

为了实现上述目的，本发明采用如下技术方案：

一种生产低碳烯烃的催化转化方法，包括：

使重质原料与裂化催化剂在提升管反应器中接触反应，得到第一油剂混合物；

使所述第一油剂混合物进入流化床反应器中进行反应；以及

使轻质原料与裂化催化剂在下行式反应器中接触反应，得到第二油剂混合物。

在一些实施例中，所述重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或者一种以上的混合物。

在一些实施例中，所述轻质原料包括C4-C8烃。

在一些实施例中，所述提升管反应器的反应温度为520～620℃，优选为540～600℃；剂油比为3～25，优选为5～20；反应时间为1～20秒，优选为2～10秒。

在一些实施例中，所述下行式反应器的反应温度为620～700℃，优选为640～680℃，剂油比为10～50，优选为20～30，反应时间为0.1～5秒，优选为0.5～3秒。

在一些实施例中，所述流化床反应器的反应温度为530～630℃，优选550～610℃，重时空速为1～25小时

在一些实施例中，还包括向所述第一提升管反应器的中上部引入裂解重油。

在一些实施例中，还包括对所述第二油剂混合物进行分离，得到反应油气和待生催化剂，并将所述待生催化剂引入汽提器中。

在一些实施例中，还包括将部分的所述待生催化剂引入所述提升管反应器中，其中引入所述提升管反应器的待生催化剂和引入所述汽提器的待生催化剂的重量比为0～5:1，优选0～2:1。

在一些实施例中，还包括将部分的所述待生催化剂引入所述流化床反应器中，其中引入所述流化床反应器的待生催化剂和引入所述汽提器的待生催化剂的重量比为0～5:1，优选0～1.5:1。

在一些实施例中，还包括将部分的所述待生催化剂分别引入所述提升管反应器和所述流化床反应器中，其中引入所述提升管反应器的待生催化剂、引入所述流化床反应器的待生催化剂以及引入所述汽提器的待生催化剂的重量比为0～4:0～3:1，优选0～2:0～1.5:1。

在一些实施例中，所述裂化催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中所述裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和Y分子筛，其中，以所述裂化催化剂的干基重量为基准，所述粘土的含量为10～70重量％，优选为15～45重量％；所述粘结剂的含量为10～40重量％，优选为20～35重量％；所述裂化活性组元的含量为10～80重量％，优选为15～60重量％，并且所述Y分子筛和所述具有MFI结构的分子筛的质量比为0～5:1，优选为0～2:1。

另一方面，本发明提供一种生产低碳烯烃的催化转化装置，包括：

提升管反应器；

下行式反应器，位于所述第一提升管反应器的一侧；

流化床反应器，所述流化床反应器连接所述第一提升管反应器；

汽提器，位于所述流化床反应器的下方并与所述流化床反应器连通；以及

再生器，与所述汽提器连接，并通过再生催化剂管线分别与所述提升管反应器和所述下行式反应器连接。

在一些实施例中，所述下行式反应器与所述汽提器之间设有待生催化剂输送管线，以将所述下行式反应器中的待生催化剂输送至所述汽提器中。

在一些实施例中，所述下行式反应器与所述提升管反应器之间设有待生催化剂输送管线，以将所述下行式反应器中的待生催化剂输送至所述提升管反应器中。

在一些实施例中，所述下行式反应器与所述流化床反应器之间设有待生催化剂输送管线，以将所述下行式反应器中的待生催化剂输送至所述流化床反应器中。

本发明的催化转化方法和装置将轻质原料引入下行式反应器，在高温、短接触时间和大剂油比的条件下可以提高轻质原料的转化率和低碳烯烃的选择性，从而进一步提高乙烯和丙烯的产率。

再一方面，本发明的催化转化方法和装置中，重质原料在提升管反应器和/或流化床反应器中与再生催化剂以及经过焦炭修饰的待生催化剂反应，既能够获得较高的转化深度，又可以有效控制低碳烯烃的二次转化，从而提高乙烯和丙烯的产率。

附图说明

图1为本发明的一个实施方式的催化转化装置的结构示意图；

1-提升管反应器

11-重质原料

12-裂解重油

13-预提升气体

2-下行式反应器

21-轻质原料

22-吹扫气体

23-下行式反应器油气产物

24-分离装置

25、26、27-待生催化剂输送管线

3-流化床反应器

4-沉降器

41、42-旋风分离器

43-集气室

44-分离系统管线

5-汽提器

51-汽提挡板

52-汽提气体分布环

53-待生催化剂输送管线

6-再生器

61-第二再生催化剂管线

62-第一再生催化剂管线

63-主风入口管线

64～65-旋风分离器

66-集气室

67-再生烟气出口。

具体实施方式

下面根据具体实施例对本发明的技术方案做进一步说明。本发明的保护范围不限于以下实施例，列举这些实例仅出于示例性目的而不以任何方式限制本发明。

本发明中，除了明确说明的内容之外，未提到的任何事宜或事项均直接适用本领域已知的那些而无需进行任何改变。而且，本文描述的任何实施方式均可以与本文描述的一种或多种其他实施方式自由结合，由此形成的技术方案或技术思想均视为本发明原始公开或原始记载的一部分，而不应被视为是本文未曾披露或预期过的新内容，除非本领域技术人员认为该结合明显不合理。

本发明所公开的所有特征可以任意组合，这些组合应被理解为本发明所公开或记载的内容，除非本领域技术人员认为该组合明显不合理。在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

根据本发明一个实施方式，生产低碳烯烃的催化转化方法包括：

使重质原料与裂化催化剂在提升管反应器中接触反应，得到第一油剂混合物；

使第一油剂混合物进入流化床反应器中进行反应；以及

使轻质原料与裂化催化剂在下行式反应器中接触反应，得到第二油剂混合物。

本发明的催化转化方法中，流化床反应器中反应后得到的油剂混合物通过分离装置进行分离，分离后的反应油气通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统，下行式反应器中反应后得到的第二油剂混合物也通过分离装置进行分离，分离后的反应油气通过分离系统管线引出反应器进入后续产品分离系统，而分离出的待生催化剂则通过待生催化剂输送管线引入汽提器/提升管反应器/流化床反应器的至少一者中。

本发明的催化转化方法中，重质原料通常是预热至180～300℃后进入提升管反应器的底部，与裂化催化剂在反应温度为520～620℃，优选为540～600℃；剂油比为3～25，优选为5～20；反应时间为1～20秒，优选为2～10秒的条件下接触并进行反应，得到第一油剂混合物，并将第一油剂混合物引入流化床反应器中。

重质原料选自减压蜡油、常压渣油、减压渣油、焦化蜡油、脱沥青油、糠醛精制抽余油、煤液化油、油砂油、页岩油、经过F-T合成得到的馏分油或动植物油中的一种或者一种以上的混合物。第一烃类原料在第一反应器中主要发生裂化反应，从大分子反应物转化成小分子产物。

本发明的催化转化方法中，轻质原料通常是预热至100～150℃后进入下行式反应器的顶部，与裂化催化剂在反应温度为620～700℃，优选为640～680℃，剂油比为10～50，优选为20～30，反应时间为0.1～5秒，优选为0.5～3秒的条件下接触并进行反应，得到第二油剂混合物。

轻质原料可为C4-C8烃，可以只采用C4烃作为轻质原料，也可只采用C5-C8烃作为轻质原料，还可以同时采用C4-C8烃的混合物作为轻质原料。

第二油剂混合物在下行式反应器的底部进行分离，将反应油气引出至后续的产品分离系统，分离后的催化剂可引入汽提器中进行汽提，最终进入再生器进行再生而循环利用。

在流化床反应器中，第一油剂混合物在反应温度为530～630℃，优选550～610℃，重时空速为1～25小时

通过分离装置将油气与反应后的积炭催化剂迅速分离，可降低干气产率，抑制丙烯和丁烯在生成之后再转化，而后续所用到的产品分离系统可以为现有技术中的各种分离系统。

本发明的催化转化方法中，还可向提升管反应器的中上部引入裂解重油，与重质原料及裂化催化剂一起混合后进行反应。裂解重油可为本发明的催化转化装置生产(即来自本发明的产品分离系统)的裂解重油或其他装置生产的裂解重油，优选本装置生产的裂解重油。

本发明的催化转化方法中，第一提升管反应器和第二反应器中所用的裂化催化剂均为经过再生器得到的再生催化剂，该裂化催化剂包括裂化活性组元、粘土和粘结剂，其中裂化活性组元包括具有MFI结构的分子筛和Y分子筛。

具有MFI结构的分子筛例如选自ZRP沸石、含磷的ZRP沸石(CN1194181A)、含稀土的ZRP沸石(CN1052290A)、含磷和稀土的ZRP沸石(CN1147420A)、含磷和碱土金属的ZRP沸石(CN1211470A)以及含磷和过渡金属的ZRP沸石(CN1465527A)中的一种或多种，优选含磷和稀土的ZRP沸石。Y分子筛可选自HY、USY、REUSY、REY、REHY、DASY、REDASY中的一种或多种，或经各种金属氧化物处理得到的Y型分子筛。粘土选自可作为催化剂组分的各种粘土，如高岭土、蒙脱土、膨润土等。粘结剂选自硅溶胶、铝溶胶和拟薄水铝石中的一种或两种或三种的混合物，其中优选的粘结剂为铝溶胶和拟薄水铝石的双铝粘结剂。

以裂化催化剂的干基重量为基准，粘土的含量为10～70重量％，优选为15～45重量％；粘结剂的含量为10～40重量％，优选为20～35重量％；裂化活性组元的含量为10～80重量％，优选为15～60重量％，其中Y分子筛和具有MFI结构的分子筛的质量比为1：0～2，优选为1:0.1～0.8。

本发明的催化转化方法中，可将待生催化剂从汽提器中引入再生器中进行再生，得到再生催化剂，并将再生催化剂分别返回第一提升管反应器和第二反应器中，从而循环应用。

本发明的催化转化方法中，对于由第二油剂混合物分离得到的待生催化剂，除引入汽提器之外，还可部分地引入提升管反应器中，其中引入提升管反应器的待生催化剂和引入汽提器的待生催化剂的重量比为0～5:1，优选0～2:1。

本发明的催化转化方法中，对于由第二油剂混合物分离得到的待生催化剂，除引入汽提器之外，还可部分地引入流化床反应器中，其中引入流化床反应器的待生催化剂和引入汽提器的待生催化剂的重量比为0～5:1，优选0～1.5:1。

本发明的催化转化方法中，对于由第二油剂混合物分离得到的待生催化剂，除引入汽提器之外，还可分别引入提升管反应器和流化床反应器中，其中引入提升管反应器的待生催化剂、引入流化床反应器的待生催化剂以及引入汽提器的待生催化剂的重量比为0～4:0～3:1，优选0～2:0～1.5:1。

另一方面，本发明还提供生产低碳烯烃的催化转化装置，图1为本发明的一个实施方式的催化转化装置的结构示意图，如图1所示，本发明的催化转化装置同时采用了提升管反应器、流化床反应器和下行式反应器，其包括：提升管反应器1、下行式反应器2、流化床反应器3、汽提器5以及再生器6。

提升管反应器1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一种以上的组合，主要用于重质原料的裂化反应，重质原料11通常从提升管反应器1的底部进料，可选的裂解重油通常第一提升管反应器1的中上部进料。

下行式反应器2位于提升管反应器1的一侧，优选与其并列设置，用于轻质原料的反应，轻质原料21通常从下行式反应器2的顶部进料，下行式反应器2可使轻质原料在高温下与催化剂进行短时间接触。

通过预提升气体管线13和吹扫气体管线22分别向提升管反应器1和下行式反应器2底部的分离器中引入气体。所用的提升气体为本领域技术人员熟知，可以选自水蒸汽、氮气、干气中的一种或多种，优选水蒸汽。

流化床反应器3连接提升管反应器1，提升管反应器1的顶部出口直接连通至流化床反应器3的底部。

汽提器5位于流化床反应器3的下方并与流化床反应器3连通，优选包裹提升管反应器1的一部分。由此，向汽提器5中供应的水蒸气可以向上通过流化床反应器3作为其中发生的催化转化反应的注水蒸气而得到二次利用，有利于降低反应的总体能耗。

汽提器5中设有汽提挡板51和汽提气体分布环52，用于降低待生催化剂的下落速度和使汽提气体分布更加均匀，从而使待生催化剂上残留的反应油气从待生催化剂上充分脱除。

再生器6与汽提器5之间连通，并且通过再生催化剂管线62、61分别与提升管反应器1和下行式反应器2连接。来自汽提器5的待生催化剂通过待生催化剂输送管线63进入再生器6中进行烧焦再生，从而将待生催化剂转化为再生催化剂。再生器6内的再生催化剂经第一再生催化剂管线62和第二再生催化剂管线61分别返回提升管反应器1和下行式反应器2中循环使用，其中通过再生催化剂管线61、62上的阀门可以调节催化剂的输送速度。

再生器6的底部设有主风入口管线63，可向再生器6内引入再生气体，再生后产生的烟气经过旋风分离器64、65进入集气室66，经处理后通过再生烟气出口67排出。

流化床反应器3中反应后的油剂混合物通过旋风分离器41、42进行分离，得到反应油气和催化剂，反应油气通过分离系统管线44引出反应器进入后续产品分离系统，催化剂则引入汽提器5进行汽提。

沉降器4与流化床反应器3以及提升管反应器1连通，汽提器5中的汽提蒸汽可以直接进入沉降器4，与其他油气一起经旋风分离器41～42分离后进入集气室43，再经由分离系统管线44引出反应器。

旋风分离器41、42的入口位于沉降器4上部，旋风分离器41、42的催化剂出口位置使其中的催化剂能够进入汽提器5，旋风分离器41、42的油气出口相连后通过集气室43以及分离系统管线44与油气分离系统连通。

下行式反应器2的底部设有分离装置24，可将反应后的油剂混合物进行分离，得到下行式反应器油气产物23和待生催化剂。

下行式反应器2与汽提器5之间设有待生催化剂输送管线26，以将下行式反应器2中的待生催化剂输送至汽提器5中。

下行式反应器2与提升管反应器1之间设有待生催化剂输送管线25，以将下行式反应器2中的待生催化剂输送至提升管反应器1的底部。

下行式反应器2与流化床反应器3之间设有待生催化剂输送管线27，以将下行式反应器2中的待生催化剂输送至流化床反应器3的顶部。

待生催化剂输送管线25和待生催化剂输送管线27可任选其一设置，也可同时设置。

待生催化剂输送管线25/26/27上设有阀门可以调节催化剂的输送速度。

本发明的催化转化方法和装置将轻质原料引入下行式反应器，在高温、短接触时间和大剂油比的条件下可以提高轻质原料的转化率和低碳烯烃的选择性，从而进一步提高乙烯和丙烯的产率。

再一方面，本发明的催化转化方法和装置中，重质原料在提升管反应器和/或流化床反应器中与再生催化剂以及经过焦炭修饰的待生催化剂反应，既能够获得较高的转化深度，又可以有效控制低碳烯烃的二次转化，从而提高乙烯和丙烯的产率。

本发明的催化转化方法和和催化转化装置可以实现更高的烃类转化能力，达到更高的低碳烯烃产率。

以下结合实施例详细说明本发明，但并不因此限制本发明的范围。

实施例

试剂、仪器与测试

本发明实施例和对比例中，气体产物采用石油化工分析方法RIPP 77-90方法进行测试，采用石油化工分析方法RIPP 107-90方法测定焦炭含量，有机液体产物组成采用SH/T0558-1993方法测定，汽油和柴油的馏分切割点分别为221℃和343℃，汽油中轻芳烃采用石油化工分析方法RIPP 82-90测定。

在以下的实施例中，原料油的转化率和裂化产品的产率根据以下公式计算得到：

本发明所用的RIPP石油化工分析方法选自《石油化工分析方法(RIPP试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990。

以下所用试剂，除特别说明的以外，均为化学纯试剂。

所用的MFI结构分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：

ZRP-1：其中SiO

所用Y型分子筛均由齐鲁催化剂厂生产，其工业牌号为：

DASY，物性参数为：晶胞常数为2.443nm，Na

实施例和对比例中使用的重质原料的性质见表1，实施例中使用的轻质原料为C4-C8烃，其烯烃含量为60％。对比例中使用的轻质原料包括C4烃和C5～C8烃，其中C4烃中烯烃含量为65％，C5～C8烃中烯烃含量为58％。

实施例和对比例中使用的催化剂为自制催化剂，记为CAT，该催化剂的活性组元为具有MFI结构的分子筛(ZRP-1)和Y分子筛(DASY)，具体性质见表2。

催化剂CAT的具体制备过程为：

将ZRP-1分子筛和DASY分子筛混合均匀，加入去离子水打浆，搅匀，得到固含量为20～40重量％的分子筛浆液；

将黏土、粘结剂和去离子水混合打浆，搅匀，得到固含量为15～25重量％的载体浆液；

将均质后的分子筛浆液和均质后的载体浆液混合打浆，然后依次进行喷雾干燥、洗涤、过滤和干燥，得到催化剂CAT。

试验之前将CAT在790℃、100％水蒸气条件下老化14小时。

表1重质原料的性质

表2催化剂CAT的组成和性质

实施例1

试验在图1所示的中型试验装置上进行。该装置包括三个反应器，分别为提升管反应器、下行式反应器和流化床反应器，其中，提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，下行式提升管反应器内径为15mm，长度为2500mm，流化床反应器内径为80mm，长度为500mm。

将重质原料引入提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂和下行式反应器的积碳催化剂接触反应，反应后的油剂混合物引入流化床反应器继续反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离。

将轻质原料引入下行式反应器顶部，来自再生器的再生催化剂CAT接触反应，产生的油剂混合物通过快分装置分离，催化剂分别引入提升管反应器的底部和汽提器中。

催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器和下行式反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。

引入提升管反应器底部和汽提器的积碳催化剂的重量比为0.5:1，轻质原料与重质原料的重量比为0.2:1。反应条件及结果见表3。

实施例2

按照实施例1的方法，不同之处在不将下行式反应器底部的催化剂引入提升管反应器底部和汽提器，而是将下行式反应器底部的催化剂引入流化床反应器和汽提器。引入流化床反应器和汽提器的积碳催化剂的重量比为0.5:1，轻质原料与重质原料的重量比为0.2:1。反应条件及结果见表3。

实施例3

按照实施例1的方法，不同之处在于除了将下行式反应器底部的催化剂引入提升管反应器和汽提器外，还将下行式反应器底部的催化剂引入流化床反应器中。引入提升管反应器、流化床反应器和汽提器的积碳催化剂的重量比为0.3:0.2:1，轻质原料与重质原料的重量比为0.2:1。反应条件及结果见表3。

实施例4

按照实施例3的方法，不同之处在于还将裂解重油引入提升管反应器的上部，裂解重油与重质原料的重量比为0.08:1。反应条件及结果见表3。

表3实施例1-4的反应条件及反应结果

对比例1

试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器和一个流化床反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3000mm，流化床反应器的内径为64mm，高度为500mm。

重质原料引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过旋风分离器分离。

C4烃引入第二提升管反应器的底部，来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，产生的油剂混合物引入流化床反应器，反应后的油剂混合物通过快分装置分离，反应油气旋风分离器，催化剂引入汽提器进行汽提。

催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。

所述C4烃与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。

对比例2

按照对比例1的方法，不同之处在于不将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器，而将分馏得到的C5～C8烃引入第二提升管反应器，轻汽油馏分与原料油的质量比为0.1:1。反应条件及结果见表4。

对比例3

按照对比例1的方法，不同之处在于除了将分馏得到的C4烃引入第二提升管反应器外，还将分馏得到的C5～C8烃引入第二提升管反应器，所述C4烃、C5～C8烃与原料油的质量比为0.05:0.05:1。反应条件及结果见表4。

对比例4

试验在中型试验装置上进行。该装置包括两个提升管反应器。第一提升管反应器内径为16mm，长度为3200mm，第二提升管反应器的内径为16mm，高度为3800mm。

原料油引入第一提升管反应器底部，与来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离。

C4烃引入第二提升管反应器的底部，分馏得到的C5～C8烃引入第二提升管反应器中部，与来自再生器的再生催化剂CAT接触并发生反应，反应后的油剂混合物通过分离装置分离，催化剂进入汽提器后进入再生器再生，再生后的催化剂返回提升管反应器循环使用，油气引入分馏系统进行分离。

所述C4烃、C5～C8烃与原料油的质量比为0.05:0.05:1。反应条件及结果见表4。

表4对比例1-4的反应条件及反应结果

由表3和表4可知，和对比例相比，采用本发明提供的方法和装置可以实现更高的烃类转化能力，获得更高的乙烯和丙烯产率。

本领域技术人员应当注意的是，本发明所描述的实施方式仅仅是示范性的，可在本发明的范围内作出各种其他替换、改变和改进。因而，本发明不限于上述实施方式，而仅由权利要求限定。