用于加氢处理和裂化烃的方法和装置与流程

优先权声明本申请要求2015年3月10日提交的美国申请14/642962的优先权，其全部内容通过引用并入本文。发明背景本发明的领域是流化催化裂化(fcc)。fcc技术现在已有50多年的历史，其不断改进，仍然是许多炼油厂汽油生产的主要来源。这种汽油以及较轻的产物是由于裂化较重的、价值较低的烃原料如瓦斯油而形成的。在其最一般的形式中，fcc方法包括与再生器紧密耦合的反应器，随后为下游烃产物分离。烃进料与反应器中的催化剂接触，从而将烃裂化成较小分子量的产物。在该方法中，往往在催化剂上积聚焦炭，该焦炭在再生器中燃烧掉。已经认识到，由于环境担忧和新实施的法律法规，可销售的石油产品必须满足越来越低的污染物(如硫和氮)的限制。新法规要求从用于运输燃料(如汽油和柴油)的液态烃中基本上完全除去硫。fcc方法的价值最低的产物是从fcc主分馏塔塔底取出并作为燃料燃烧的淤浆油。淤浆油包含最重的产物，其中混合有未能成功从fcc产物中除去的催化剂颗粒。在fcc单元中还产生lco，其可导入到柴油池中。然而，由于其高芳香性和低十六烷值，lco可能会降低柴油池的品质。淤浆油的价值比lco低。由于fcc主分馏塔的操作限制，淤浆油在lco的沸程内以显著量的烃离开主分馏塔，且在汽油沸程内以少量离开主分馏塔。重质循环油(hco)是循环泵送以冷却主分馏塔，但通常不从主分馏塔回收的fcc液体料流。加氢处理(hydroprocessing)是一种使所选原料和含氢气体在升高的温度和压力条件下在反应容器中与合适催化剂接触的方法。氢化处理(hydrotreating)是一种加氢处理方法，其中从烃料流中除去杂原子如硫和氮以满足燃料规格且使烯烃和芳族化合物饱和。加氢处理也用于通过使fcc进料脱金属而制备用于fcc处理的新鲜烃进料。fcc进料中的金属—钒和镍在fcc方法中会使fcc催化剂失活。近年来，相比于汽油，柴油的需求增加。fcc单元中生产的回收率增大的lco可导入柴油池中且提高柴油生产。还希望将hco进一步转化为lco和其他发动机燃料产品。发明概述我们发现了一种方法和装置，用于加氢处理进料以使其准备好用于fcc单元，并将重质裂化产物再循环至加氢处理，同时避免不必要的多余的加氢处理，以使再循环的裂化产物准备好更倾向于在fcc单元内的有益的裂化。在一个方法实施方案中，本发明包括一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入第一加氢处理区以加氢处理烃进料流，从而提供第一加氢处理流出料流。将再循环裂化料流送至第二加氢处理区以加氢处理再循环裂化料流并提供第二加氢处理流出料流。将加氢处理产物从第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流中分离，任选在分馏塔中，以提供fcc进料流。将fcc进料流供入fcc反应器并与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流。将催化剂与裂化料流离析，并从裂化料流中分离再循环裂化料流。在一个装置实施方案中，本发明包括一种用于催化裂化烃的装置，其包括具有第一入口和第一出口的第一加氢处理区。第一入口与新鲜烃进料流源连通。第二加氢处理区具有第二入口和第二出口。一个fcc反应器与第一出口和第二出口连通。一个主分馏塔与fcc反应器连通。最后，主分馏塔在主分馏塔的塔底具有主出口，第二入口与主出口下游连通。有利地，该方法可以使得fcc单元能够再循环较低价值的裂化产物料流至加氢处理单元以饱和可在fcc单元中裂化的芳族化合物，从而生产更多更高价值的裂化产物。本发明的额外特征和优点将由本文提供的发明描述、附图和权利要求知悉。附图简述图1是fcc单元的示意图。图2是作为再循环催化剂上焦炭函数的lco选择性的图。定义术语“连通”意指在所列举的组件之间可操作地允许物料流动。术语“下游连通”意指流向下游连通的主体对象的至少一部分物料可以可操作地从与其连通的客体对象流出。术语“上游连通”意指从上游连通的主体对象流出的至少一部分物料可以可操作地流向与其连通的客体对象。术语“直接连通”意指从上游组件流出的料流进入下游组件而不经历因物理分馏或化学转化所导致的组成变化。术语“绕过”意指物体不与绕过的对象下游连通，而是至少一定程度上绕过。术语“塔”意指用于分离不同挥发性的一种或多种组分的一个或多个蒸馏塔。除非另有说明，各塔包括位于塔顶的冷凝器，其用于将一部分塔顶料流冷凝并回流回塔顶；和位于塔底的再沸器，其用于将一部分塔底料流蒸发并送回塔底。塔的进料可预热。塔顶压力是塔的蒸气出口处的塔顶蒸气的压力。塔底温度是塔底出口的液体温度。塔顶管和塔底管是指从塔下游的任何回流或再沸至该塔的净管线。汽提塔省略了塔底的再沸器，而是由流化惰性介质(如蒸汽)提供加热需求和分离动力。本文所用的术语“真沸点”(tbp)或“tbp方法”意指用于确定物料沸点的测试方法，其对应于用于生产液化气、馏出物级分和标准品质的残渣的astmd-2892，可基于其获得分析数据，且通过质量和体积确定上述级分的产率，由此得到温度-蒸馏的质量％的图，其中使用15块理论塔板和塔中的5:1回流比。本文所用的术语“t5”或“t95”意指使用astmd-86分别5体积％或95体积％的试样(根据具体情况而定)沸腾时的温度。本文所用的术语“初沸点”(ibp)意指使用astmd-86样品开始沸腾时的温度。本文所用的术语“终点”(ep)意指使用astmd-86样品全部沸腾时的温度。本文所用的术语“柴油分馏点”为343℃(650°f)至399℃(750°f)，使用tbp方法。本文所用的术语“柴油沸程”意指使用tbp法烃在132℃(270°f)和柴油分馏点之间沸腾。本文所用的术语“柴油转化”意指在高于柴油分馏点下沸腾的进料转化为在柴油沸程内的柴油分馏点或以下沸腾的物料。本文所用的术语“分离器”意指一种容器，其具有入口和至少有塔顶蒸气出口和塔底液体出口，并且还可具有料仓的含水料流出口。闪蒸鼓是一种分离器，其可与可在更高压力下操作的分离器下游连通。本文所用的术语“主要”意指大于50％，适当地大于75％，优选大于90％。详细描述图1示出了装备以用于处理新鲜烃进料流的装置和方法8，其中相同的数字表示相同的组件。装置和方法8通常包括fcc单元10、加氢处理单元30、加氢处理分离段50、fcc回收段90和真空回收段190。fcc单元10包括fcc反应器12，其包括提升管20和催化剂再生器14。新鲜烃进料流可首先在加氢处理单元30中处理。常规fcc原料和较高沸点的烃原料是合适的新鲜烃进料流。最常见的该常规新鲜烃原料是“真空瓦斯油”(vgo)，其通常是具有至少232℃(450°f)ibp、至少288℃(550°f)至343℃(650°f)t5、510℃(950°f)至570℃(1058°f)t95和不超过626℃(1158°f)ep的沸程的烃物料，其通过真空分馏常压渣油制备。该馏分通常具有低含量的可污染催化剂的焦炭前体和重金属污染物。常压渣油是优选的原料，其以至少315℃(600°f)ibp、340℃(644°f)至360℃(680°f)t5、700℃(1292°f)至900℃(1652°f)t95沸腾，且由常压粗蒸馏塔的塔底获得。常压渣油通常具有高含量的焦炭前体和金属污染物。可用作新鲜烃进料的其他重质烃原料包括来自原油、重质沥青原油、页岩油、焦油砂提取物、脱沥青渣油、煤液化产物和真空蒸馏原油(vacuumreducedcrudes)的重质塔底物。新鲜的烃原料还包括上述烃的混合物，且上述列表不是穷尽的。在fcc单元10的上游，将新鲜烃进料流在加氢处理单元30中加氢处理。加氢处理单元30可包括第一加氢处理区60和第二加氢处理区70。在加氢处理单元30中，示出了4个加氢处理段63、64、65和66。可使用更多或更少的加氢处理段，并且各加氢处理区60、70可包括一部分或一个或多个加氢处理段。各加氢处理段63-66可包括一部分或一个或多个催化剂床。在一个实施方案中，各加氢处理段63-66包括催化剂床。各加氢处理段63-66可为脱金属段、脱氮段、脱硫段和芳族饱和段之一。新鲜进料管62中的新鲜烃进料流可与来自氢气管69的氢气混合，并且将混合的新鲜烃进料流经由加氢处理单元30的第一入口62i供入第一加氢处理区60中。第一入口62i与新鲜烃进料流源如新鲜进料罐61下游连通。可将水加入到管62中的新鲜进料中。新鲜进料还可在进入第一加氢处理区60之前在火焰加热器中加热。第一加氢处理区60可为加氢处理反应容器68中的加氢处理催化剂床，或者其可为包含一个或多个加氢处理催化剂床的加氢处理反应容器68。在图1中，第一加氢处理区60可包括3个加氢处理段63、64和65，其包括位于加氢处理反应容器68中的3个加氢处理催化剂床。用于加氢处理段63、64和65中的合适加氢处理催化剂是任何已知的常规氢化处理催化剂，且包括由位于高表面积的载体材料(优选氧化铝)上的至少一种第viii族金属，优选铁、钴和镍，更优选镍和/或钴和至少一种第vi族金属，优选钼和钨组成的那些。在本发明的范围内，在同一反应容器或催化剂床中使用超过一种氢化处理催化剂。第viii族金属通常以1-10重量％，优选2-5重量％的量存在。第vi族金属通常以1-20重量％，优选2-10重量％的量存在。任何加氢处理段63-66可为脱金属段、脱氮段、脱硫段或芳族饱和段。第一加氢处理区60可包括第一加氢处理段63。在一个实施方案中，第一加氢处理段63可包括脱金属段，其可包括加氢脱金属催化剂，所述催化剂包含位于γ-氧化铝上的钴和钼。当第一加氢处理段63为脱金属段时，其旨在使新鲜烃进料流脱金属，从而将新鲜进料流中的金属浓度降低55-100重量％，通常为65-95重量％，以产生离开第一加氢处理段63的脱金属的第一脱金属流出料流。脱金属流出料流的金属含量可小于200wppm，优选为5-75wppm。第一加氢处理区60还可将新鲜进料管62中的新鲜烃料流脱氮和/或脱硫。在该实施方案中，脱金属流出料流可离开第一加氢处理段63并进入第二加氢处理段64。第一加氢处理区60可包括第二加氢处理段64。在一个实施方案中，第二加氢处理段64可包括脱氮段，其可包含加氢脱氮催化剂，所述催化剂可包含位于γ-氧化铝上的镍和钼以将有机氮转化成氨。脱氮段将新鲜进料流中的氮浓度降低55-100重量％，通常为65-95重量％，从而产生离开脱氮段的脱氮流出料流。在该实施方案中，脱氮流出料流可离开第二加氢处理段64并进入第三加氢处理段65。第一加氢处理区60可包括第三加氢处理段65。在一个实施方案中，第三加氢处理段可包括脱硫段，其包含加氢脱硫催化剂，所述催化剂可包含位于γ-氧化铝上的钴和钼以将有机硫转化成硫化氢。加氢脱硫催化剂也可将芳族化合物饱和成环烷烃。脱硫段将新鲜进料流中的硫浓度降低55-100重量％，通常为65-95重量％，从而产生离开脱硫段65的脱硫流出料流。在该实施方案中，脱硫流出物可离开第三加氢处理段65。设想的是第一加氢处理区60包括加氢处理段62、63和64中的一个，两个或全部，从而任选地将新鲜进料流脱金属和脱氮，和任选地将新鲜进料管62中的新鲜进料流脱金属、脱氮和脱硫。优选地，第一加氢处理区60包括加氢处理段62、63和64以将新鲜进料流62脱金属、脱氮和脱硫。第一加氢处理流出物可经由出口71o离开第一加氢处理区60。第一加氢处理区60的出口71o可为最后加氢处理段63、64或65的底部中的出口。在图1中，出口71o位于第一加氢处理区60中的最后加氢处理段65中。第一流出管71中的一部分第一加氢处理流出物可供入fcc反应器12的提升管20中以与催化剂接触，并提供裂化料流，因此提升管20和fcc反应器12可与第一出口71o下游连通。在该实施方案中，会将第一加氢处理流出物输送至加氢处理分离段50中，在一个方面中输送至热分离器52中，从而会将一部分第一加氢处理流出物导入到fcc反应器12中，同时绕过第二加氢处理区70。在该实施方案中，第一流出管71将第一加氢处理流出料流输送至由第一流出管71上的控制阀调节的加氢处理回收进料管81。因此，当第一流出管71上的控制阀打开时，管71中的第一加氢处理流出料流的至少一部分绕过第二加氢处理区70并进入加氢处理回收区50。在该实施方案中，第二加氢处理区70不与第一加氢处理区60的第一出口71o下游连通。可任选在第一加氢处理区60和第二加氢处理区70之间安装以虚线示出的无孔屏障74，以防止第一加氢处理流出物与管110中的再循环裂化料流混合。无孔屏障74可将第一出口71o与第二入口110i隔离。在图1的另一实施方案中，将至少一部分第一加氢处理流出料流供入第二加氢处理区70中，因此第二加氢处理区70与第一加氢处理区60的第一出口71o下游连通。在该实施方案中，第一流出管71上的控制阀是至少部分关闭的，并且至少一部分或全部第一加氢处理流出料流可从第一加氢处理区60通入第二加氢处理区70中。如图1所示，当不使用无孔屏障74时，第一加氢处理流出物从第一加氢处理区60中的第三加氢处理段65通入第二加氢处理区70中的第四加氢处理段66。如果使用无孔屏障74，则至少一部分或全部第一加氢处理流出物可经由虚线所示的任选返回管76从第一加氢处理区60通入第二加氢处理区70，其中返回管76上的以虚线显示的控制阀打开，且第一流出管71上的控制阀至少部分关闭。可将再循环管110中的下文将要描述的再循环裂化料流供入加氢处理单元30中。在一个实施方案中，可将再循环裂化料流经由第二入口110i供入第二加氢处理区70中。在一个实施方案中，还可将来自第一加氢处理区的至少一部分第一加氢处理流出料流与再循环裂化料流一起供入第二加氢处理区70中。如图1所示，再循环裂化料流经由第二入口110i通入第二加氢处理区70中的第四加氢处理段66中。设想的是在进入第二加氢处理区70之前，可从第一加氢处理流出料流中除去气体如硫化氢和氨，但这可能不是必需的。可将再循环裂化料流与来自任选的氢气管73的氢气混合，并且可将混合的再循环裂化料流经由第二入口110i供入第二加氢处理区70中。第一加氢处理流出物中可能存在足够的氢气，从而使得任选的氢气管73变得不必要。如果在将第一加氢处理流出物供入第二加氢处理区70之前从第一加氢处理流出物中除去气体，或者如果不将第一加氢处理流出物供入第二加氢处理区70，则需要在管73中的再循环裂化料流中加入氢气。第二加氢处理区70可包括第四加氢处理段66。在一个实施方案中，第四加氢处理段66可包含芳族饱和催化剂。芳族饱和催化剂可包含位于γ-氧化铝上的镍和钨。第二加氢处理区70还可包括额外的加氢处理段，以将再循环裂化料流和任选地至少一部分在加氢处理段66上游的第一加氢处理流出料流脱硫，然而这并未示出。第二加氢处理区70可为加氢处理反应容器68中的一部分或一个或多个加氢处理催化剂床，或者其可为包含一个或多个加氢处理催化剂床的额外加氢处理反应容器。在图1中，第二加氢处理区70位于包含所有四个加氢处理段63、64、65、66的加氢处理反应容器68中，所述加氢处理段包含加氢处理催化剂床。还设想第一加氢处理区60和第二加氢处理区70包含在同一反应容器68或不同的容器中。用于第二加氢处理区70的芳族饱和段中的合适芳族饱和催化剂可为任何已知的常规氢化处理催化剂，包括由位于载体材料上的至少一种第viii族金属，优选铁、钴和镍，更优选镍和/或钴和至少一种第vi族金属，优选钼和钨组成的那些，所述载体材料可具有120-270m2/g的表面积，优选为氧化铝。其他合适的芳族饱和催化剂包括贵金属催化剂，其中贵金属选自钯和铂；和非负载型多金属催化剂。如果使用贵金属催化剂，则在将其供入芳族饱和段之前，最有可能的是必须从第一加氢处理流出物中除去硫化氢和氨气，或者可仅将再循环裂化料流供入第四加氢处理段。可在同一反应容器或催化剂床中使用超过一种的氢化处理催化剂。第viii族金属通常以1-10重量％，优选2-5重量％的量存在于催化剂中。第vi族金属通常以1-20重量％，优选2-10重量％的量存在于催化剂中。包括第一加氢处理区60和第二加氢处理区70的加氢处理单元30中的加氢处理催化剂的75-95重量％处于第一加氢处理区60中。加氢处理单元30中的加氢处理催化剂的5-25重量％处于第二加氢处理区70中。第二加氢处理区70中的加氢处理催化剂的活性比第一加氢处理区60中的加氢处理催化剂更高。第二加氢处理区70可将进料中的芳环饱和，从而使其能在fcc单元10中裂化以制备高品质的柴油和汽油，同时保留单环以制备单环芳族化合物和轻烯烃。第二加氢处理区70制得了经由第二出口80o离开第二加氢处理区的第二流出管80中的第二加氢处理流出料流。第一加氢处理区60可加载有比第二加氢处理区70更高比例的加氢脱金属催化剂，通常在加氢处理段63中。因此，在第一加氢处理区60中发生的加氢脱金属化比第二加氢处理区70更多。然而，第二加氢处理区70(通常在加氢处理段66中)加载有比第一加氢处理区60更高比例的芳族饱和催化剂，因此在第二加氢处理区70中发生的芳族饱和比第一加氢处理区60更多。第一加氢处理区60(通常在加氢处理段64中)可加载有比第二加氢处理区70更高比例的加氢脱氮催化剂。因此，在第一加氢处理区60中发生的加氢脱氮比第二加氢处理区70更多。第二加氢处理区70(通常在加氢处理段65中)可加载有比第一加氢处理区60更高比例的加氢脱硫催化剂，因此在第二加氢处理区70中发生的加氢脱硫比第一加氢处理区60更多。第一加氢处理区60和第二加氢处理区70中的合适加氢处理反应条件包括第一加氢处理区60和第二加氢处理区70中为204℃(400°f)至399℃(750°f)，合适地360℃(680°f)至382℃(720°f)，优选366℃(690°f)至377℃(710°f)的温度，从3.5mpa(500psig)，优选从6.9mpa(1000psig)至20.7mpa(表压)(3000psig)，优选不超过17.9mpa(表压)(2600psig)的压力，各加氢处理区中新鲜烃原料的液时空速为0.1hr-1-10hr-1。第二加氢处理区70中的条件设定为不太苛刻，以便在第二加氢处理区70中主要进行氢化处理，特别是芳环的饱和，而不是加氢裂化芳环。优选将fcc单元10中的芳环裂化以生产更多的烯烃产品。可提供与加氢处理单元30、第二流出管80和/或第一流出管71下游连通的加氢处理分离段50。加氢处理分离段50将加氢处理产物从第二加氢处理流出料流中分离，从而为fcc反应器12提供fcc进料流，这构成了第二流出管80中的第二加氢处理流出料流的一部分。如果第一流出管71中的第一加氢处理流出料流绕过第二加氢处理区70而不在第二加氢处理区70中经历加氢处理，则第一加氢处理流出物也可进入加氢处理分离段50中，而第二加氢处理流出料流进入热分离器进料管81中。来自第二流出管80的热分离器进料管81中的第二加氢处理流出料流可在热分离器52中冷却和分离。在一个方面中，绕过第二加氢处理区70的第一流出管71中的第一加氢处理流出料流也可进入热分离器52的热分离器进料管81中。绕行的第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流可一起或分开地进入热分离器52中。热分离器52将第二加氢处理流出物和可能的绕行的第一加氢处理流出物分离，从而在塔顶管54中提供蒸气状烃质热分离器顶部料流，并在塔底管56中提供液态烃质热分离器塔底料流。热分离器52与第二加氢处理区70直接下游连通并且可与第一加氢处理区60直接下游连通。热分离器52在177℃(350°f)至371℃(700°f)下操作。由于中间设备的压降，热分离器52可在比第二加氢处理区70稍低的压力下操作。塔顶管54中的蒸气状烃质热分离器顶部料流可在进入冷分离器58之前冷却。为了防止在输送热分离器顶部料流的管54中沉积二硫化铵或氯化铵盐，可将适量的洗涤水(未示出)引入管54中。冷分离器58用于将加氢处理流出物中的氢气与烃分离，以分别再循环至在管69和73中的第一加氢处理区60和/或第二加氢处理区70中。蒸气状烃质热分离器顶部料流可在冷分离器58中分离以提供蒸气状冷分离器顶部料流，其包含塔顶管120中的富氢气流和塔底管122中的液体冷分离器塔底料流。因此，冷分离器58与热分离器52的塔顶管54和第二加氢处理区70下游连通。冷分离器58可在100°f(38℃)至150°f(66℃)和由于中间设备的压降而恰好低于第二加氢处理区70和热分离器52的压力下操作，从而保持塔顶中的氢气和轻质气体以及塔底中通常为液体的烃。冷分离器58还可具有用于收集管124中的水相的料仓。可将热分离器底部管56中的液体烃质料流减压并在热闪蒸鼓126中闪蒸，从而在塔顶管128中提供轻馏分的热闪蒸塔顶料流，并且在热闪蒸塔底管130中提供重质液体料流。热闪蒸鼓126可在与热分离器52相同的温度，但是更低的压力下操作。塔底管130中的重质液体料流可在加氢处理汽提塔150中汽提以除去硫化氢和氨。在一个方面中，可将冷分离器底部管122中的液体加氢处理流出料流减压并在冷闪蒸鼓134中闪蒸。冷闪蒸鼓可与冷分离器58的塔底管122下游连通。在另一方面中，可将塔顶管128中的蒸气状热闪蒸塔顶料流冷却，并且也在冷闪蒸鼓134中分离。冷闪蒸鼓134可将管122中的冷分离器液体塔底料流与塔顶管128中的蒸汽状热闪蒸塔顶料流分离，从而在塔顶管136中提供轻馏分的冷闪蒸塔顶料流，且在塔底管138中提供冷闪蒸塔底料流。可将塔底管138中的冷闪蒸塔底料流引入加氢处理汽提塔150中。在一个方面中，加氢处理汽提塔150可与冷闪蒸塔底管138和冷闪蒸鼓134下游连通。冷闪蒸鼓134可与冷分离器58的塔底管122、热闪蒸鼓126的塔顶管128和第二加氢处理区70下游连通。在一个方面中，热闪蒸塔顶管128加入冷分离器底部管122，管122将热闪蒸塔顶料流和冷分离器塔底料流一起供入冷闪蒸鼓134中。冷闪蒸鼓134可在与冷分离器58相同的温度，但通常在更低的压力下操作。还可将来自冷分离器料仓的管124中的含水料流导入冷闪蒸鼓134中。将闪蒸的含水料流从冷闪蒸鼓134中的料仓移除。塔顶管120中的包含氢气的蒸气状冷分离器顶部料流富含氢气。塔顶管120中的冷分离器顶部料流可通过洗涤塔140，从而通过使用吸收剂如胺吸收剂来移除硫化氢和氨。洗涤的富氢料流可在再循环压缩机142中压缩以提供再循环氢气流并在管146中补充来自管144的补充氢气料流，从而在氢气管69和73中提供氢气流。加氢处理汽提塔150可与热分离器52和冷分离器58下游连通，并且与冷闪蒸鼓134和热闪蒸鼓126直接下游连通，用于汽提一部分第二加氢处理流出料流。加氢处理汽提塔150通过使用汽提介质(例如来自管152的蒸汽)而从冷闪蒸塔底料流138和热闪蒸塔底料流130中汽提气体。冷闪蒸塔底料流138可在比热闪蒸塔底料流130更高的高度下进入加氢处理分馏塔150。加氢处理汽提塔150可在塔顶管154中产生塔顶汽提料流。塔顶汽提料流可在接收器中冷凝和分离，一部分冷凝液体回流到加氢处理汽提塔150中。加氢处理汽提塔150可在232°(450°f)至288℃(550°f)的塔底温度和690kpa(表压)(100psig)至1034kpa(表压)(150psig)的塔顶压力下操作。将汽提塔底管159中的汽提塔底料流加热并供入预分馏塔160中。预分馏塔160可与加氢处理汽提塔150和第二加氢处理区70以及任选地与第一加氢处理区60下游连通，用于通过分馏将部分第一加氢处理流出物和第二加氢处理流出物分离成产物料流和fcc进料流。加氢处理预分馏塔160通过使用汽提介质(例如来自管162的蒸汽)对汽提的塔底料流159进行分馏。由加氢处理预分馏塔160产生的产物料流可包括塔顶管164中的塔顶lpg料流、管166中的石脑油料流、在管168中由侧出口携带的柴油料流和来自塔底出口170o的fcc进料流，该fcc进料流可提供给fcc进料管170，其可供入fcc单元10中。塔顶料流可在接收器中冷凝和分离，其中一部分冷凝液体回流回到加氢处理预分馏塔160中。管166中的净石脑油料流可能需要进一步处理，例如在石脑油分流塔中，然后在汽油池中混合。预分馏塔160可在288℃(550°f)至370℃(700°f)的塔底温度和30kpa(表压)(4psig)至200kpa(表压)(29psig)的塔顶压力下操作。净石脑油料流优选具有处于c5范围内，即0℃(32°f)至35℃(95°f)的初沸点(ibp)，和大于或等于127℃(260°f)温度的终点(ep)。任选的重石脑油馏分具有刚好高于127℃(260°f)的ibp和高于204℃(400°f)，优选200℃(392°f)至221℃(430°f)温度的ep。如果不取出重石脑油馏分，则柴油料流具有处于c5范围内的ibp；或者如果取出重石脑油馏分，则柴油料流具有为重石脑油ep温度的ibp，且ep为360℃(680°f)至382℃(720°f)。柴油料流可具有213℃(416°f)至244℃(471°f)的t5和354℃(669°f)至377℃(710°f)的t95。fcc进料流的ibp刚好高于柴油料流的ep温度，且ep为510℃(950°f)至927℃(1700°f)。fcc进料流可具有332℃(630°f)至349℃(660°f)的t5和510℃(950°f)至900℃(1652°f)的t95，并且包括在较高温度下沸腾的所有物质。图1显示了与加氢处理单元30下游连通的典型fcc单元10。此外，fcc单元与加氢处理分离段50，特别是预分馏塔160的塔底出口170o，第二加氢处理区70的第二出口80o和任选地与第一加氢处理区60的第一出口71o下游连通。在fcc单元10中，将包含fcc进料管170中的fcc进料流的第二加氢处理流出料流的一部分供入fcc反应器12中，从而与再生的裂化催化剂接触。特别地，在一个实施方案中，从再生器管18进入的再生裂化催化剂与fcc反应器12的提升管20中的包含一部分第二加氢处理流出物的fcc进料流接触。再生器管18与再生器14下游连通。提升管20具有与所述再生器管18下游连通的入口18i。再生器管18在下端与fcc提升管20连接。确保裂化催化剂在与经加氢处理的进料流接触时在催化剂上具有足够的焦炭将使得fcc产物中的柴油产率最大化。可通过将未经历再生的废催化剂再循环至fcc反应器而实现催化剂上焦炭的增加。在一个方面中，使由再循环催化剂管19进入的废裂化催化剂与fcc进料流接触，所述fcc进料流包含fcc反应器12的提升管20中的第二加氢处理流出物的一部分，而废催化剂未经历再生。废催化剂将增加fcc反应器12中催化剂的焦炭浓度。经由再循环催化剂管再循环废催化剂也可用于提高反应器中的催化剂与油的比例，从而使得总催化剂与油的比例为8-20，优选为11-18。我们发现，0.7-1.1，优选大于0.99的再循环催化剂上的焦炭可将来自fcc反应器12的lco的选择性提高直到2.2重量％。通过使用废催化剂再循环，再循环至提升管中的废催化剂的比例可占fcc反应器12的提升管20中的催化剂的10-50重量％，优选13-48重量％。提升管20中的废催化剂和再生催化剂混合物上的平均焦炭可为0.1-0.6重量％，优选为0.1-0.5重量％。再循环管19与提升管出口20o下游连通。提升管入口20i在再循环管19的出口端处与再循环管19下游连通。再循环管19在再循环管的出口端处与提升管20连接。再循环管19通过与提升管出口20o下游连通而绕过再生器14，并且提升管入口20i与再循环管直接下游连通。因此，进入再循环管19的废催化剂在其任何部分进入再生器14之前送回至提升管20中。再循环管19不与再生器14直接连通。由于提升管20中催化剂的高流速，凸起21可安装在提升管壁上，其向内延伸至提升管中，从而将催化剂从提升管壁推向进料可能更集中的提升管中心。也可将第一加氢处理流出管71中的一部分第一加氢处理流出料流供入fcc反应器12中。特别地，在一个实施方案中，使再生的裂化催化剂和任选的废裂化催化剂与fcc反应器12的提升管20中的一部分第二加氢处理流出物接触。在这种情况下，一部分第一加氢处理流出料流可在fcc进料流中作为第二加氢处理流出管80的第二加氢处理流出料流的一部分供入fcc反应器12的提升管20中，或者可将一部分第一加氢处理流出物在全部绕过第二加氢处理区70之后供入fcc反应器12的提升管20中。可将部分第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流经由相同或不同的分布器16供入提升管20中。在fcc反应器12的提升管20中，包含部分第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流的fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流。第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流与裂化催化剂的接触可在向上延伸至反应容器22底部的fcc反应器12的提升管20中进行。进料与催化剂的接触由来自流化管24的气体流化。来自催化剂的热量将第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流蒸发，然后加氢处理流出料流在二者向上传输通过提升管20进入反应器12时在裂化催化剂的存在下裂化成较轻分子量的烃。在fcc反应器12中，饱和的环烷烃环裂化开，烷基取代基从芳环裂化开，从而除了fcc进料流催化裂化成常规裂化产物如汽油和柴油之外，还提供烯属脂族烃。然后，将提升管20中的烃产物裂化料流和废催化剂从提升管出口20o排出到包含提升管出口的离析室27(disengagingchamber)中。使用粗馏分分离器26在离析室27中将烃产物的裂化料流与裂化催化剂离析。可在反应容器22中包括一级或两级旋风器28的旋风分离器进一步将催化剂与烃产物分离。产物气体的裂化料流经由产物出口31离开反应容器22进入管32中，从而输送到下游fcc回收段90中。在一个实施方案中，再循环管19和再生器管18与离析室27下游连通。离开提升管20的裂化产物的出口温度应为472℃(850°f)至538℃(1000°f)，从而获得对lco和汽油的更高选择性。在提升管20中发生不可避免的副反应，从而使得焦炭沉积在催化剂上，这降低了催化剂活性。废催化剂或结焦的催化剂需要再生以供进一步使用。在与气态裂化产物烃分离后，结焦的催化剂落入汽提段34中，在其中将蒸汽通过喷嘴35和分布器喷入以吹扫任何残留的烃蒸气。在汽提操作之后，将一部分废催化剂经由废催化剂管36供入催化剂再生器14中。催化剂再生器14可与提升管20，特别是提升管出口20o下游连通。如前所述，另一部分废催化剂经由再循环催化剂管19再循环至提升管20中。图1描绘了称为燃烧器的再生器14。然而，其他类型的再生器是合适的。在催化剂再生器14中，含氧气体如空气的料流从管37经由空气分布器38引入以与焦化的催化剂接触，燃烧掉沉积在其上的焦炭，并提供再生的催化剂和烟道气。催化剂和空气一起沿位于催化剂再生器14中的燃烧器提升管40向上流动，并且在再生之后，通过经由离析器42排出而首先分离。离开离析器42的再生催化剂和废气的更精细分离通过分别使用催化剂再生器14中的第一和第二级旋风分离器44，46实现。与烟道气分离的催化剂通过料腿由旋风分离器44，46分配，而催化剂中的烟道气显著更轻，依次离开旋风分离器44，46，并经由管48中的烟道气出口47离开再生器容器14。再生的催化剂经由再生催化剂管18再循环回至反应器提升管20。由于焦炭燃烧，在催化剂再生器14顶部排出的管48中的烟道气包含co、co2和h2o以及较少量的其他物质。催化剂再生温度为500℃(932°f)至900℃(1652°f)。裂化和再生均在低于5个大气压的绝对压力下进行。在fcc回收段90中，将再循环裂化料流从裂化料流中分离。将管32中的气态裂化料流供入fcc主分馏塔92的下段。主分馏塔92与提升管20和fcc反应器12下游连通。可将若干馏分分离并从主分馏塔92中取出，这些包括来自塔底出口93o的管93中的重质淤浆油料流、管94中的hco料流、管95中的lco料流和管98中的任选重石脑油料流。在塔顶管97中从主分馏塔92中移除汽油和气态轻质烃并冷凝，然后进入主塔接收器99。将含水料流从接收器99中的料仓移除。此外，在塔底管101中移除冷凝的不稳定的轻石脑油料流，而气态轻质烃料流在塔顶管102中移除。管101和102中的两种料流可进入主分馏塔92下游的蒸气回收段。塔底管101中的一部分轻石脑油料流可回流到主分馏塔92中。不稳定的轻石脑油馏分优选具有处于c5范围内，即0℃(32°f)至35℃(95°f)的初沸点(ibp)，以及温度大于或等于127℃(260°f)的终点(ep)。任选的重石脑油馏分具有刚好高于127℃(260°f)的ibp和高于204℃(400°f)，优选200℃(392°f)至221℃(430°f)温度的ep。如果不取出重石脑油馏分，则lco料流具有处于c5范围内的ibp；或者如果取出重石脑油馏分，则lco料流具有处于重石脑油ep温度下的ibp，且ep为360℃(680°f)至382℃(720°f)。lco料流可具有213℃(416°f)至244℃(471°f)的t5和354℃(669°f)至377℃(710°f)的t95。hco料流具有刚好高于lco料流的ep温度的ibp和385℃(725°f)至427℃(800°f)的ep。hco料流可具有332℃(630°f)至349℃(660°f)的t5和382℃(720°f)至404℃(760°f)的t95。重质淤浆油料流具有刚好高于hco料流的ep温度的ibp，且包括在更高温度下沸腾的所有物质。主分馏塔92在主分馏塔104的塔底具有主出口93o，从该出口取出再循环裂化料流。第二加氢处理区70的第二入口110i可与主出口93o下游连通。在一个方面中，第二入口110i可与主出口93o下游连通。再循环裂化料流可再循环至加氢处理单元30中。在一个实施方案中，包含循环油料流的再循环裂化料流可在再循环管110中输送至第二加氢处理区70的第二入口110i。再循环管110与所述fcc反应器10和主分馏塔92下游连通，并且加氢处理单元30与再循环管110下游连通。管93中的一部分淤浆油料流可在管91中冷却并再循环回至主分馏塔92中。最低辅助出口94o和倒数第二个最低出口95o可位于主分馏塔92的侧面106中。再循环管110可将包含至少一部分hco侧料流的再循环裂化料流从最低主出口94o借助再循环管110经由第二入口110i输送到第二加氢处理区70中。如果需要将hco再循环至加氢处理单元30或者特别地再循环至其第二加氢处理区70，则在管115上的控制阀调节下，将hco料流作为再循环裂化料流在管94中从主分馏塔92的侧面106的最低辅助出口94o取出。当管115上的控制阀打开时，第二加氢处理区70的第二入口110i与最低辅助出口94o下游连通。通过在管94、115和110中将hco料流再循环至加氢处理单元30或特别地再循环至第二加氢处理区70，可相对于在不再循环hco料流下获得的产率而言提高fcc单元中的柴油和汽油的产率。柴油料流可在lco产物管117上的控制阀调节的流速下在lco产物管117中回收，且在柴油管168中由预分馏塔160回收。在一个方面中，管95中的hco的至少5重量％，合适地至少50重量％，优选至少75重量％，直至全部可再循环至加氢处理单元30或者特别地第二加氢处理区70中。在一个实施方案中，5-25重量％，优选10-20重量％的在管170中流至fcc单元10的经加氢处理的进料流在再循环管110中再循环至加氢处理单元30中。将lco料流在管95中从主分馏塔92侧面106中的倒数第二个最低辅助出口95o取出。lco产物料流在管117中从管95中取出，其中管117由管117上的控制阀调节。将再循环lco料流在管116中从管95中取出、冷却并返回至主塔92中。管94-96中的任何或全部可冷却并通常在更高的位置泵送回至主塔92中。特别地，可将侧料流从主分馏塔92的侧面106的出口94o、95o或96o取出。可将侧料流冷却并返回至主分馏塔92中以冷却主分馏塔92。换热器可与侧出口94o、95o或96o下游连通。管96中的重石脑油料流在冷却后可返回至主分馏塔92中，而重石脑油产物料流在管98中取出。汽油可在管101中从轻石脑油料流回收。提供与主分馏塔下游连通的真空回收段190以回收更多的循环油，从而再循环至fcc单元10中。真空回收段190可包括真空分离器200，其与fcc反应器12下游连通，且经由主塔底管93与主分馏塔92的主出口93o下游连通。在一个方面中，淤浆加热器202如换热器位于主塔底管93上，其与主分馏塔92的主塔底管93和主出口93o下游连通。淤浆加热器202可用于加热淤浆油料流以进一步制备它，用于在真空分离器200中分离。淤浆加热器202可加热淤浆油料流以将其温度提高19℃(35°f)至36℃(65°f)，优选22℃(40°f)至31℃(55°f)，从而达到382℃(720°f)至399℃(750°f)的加热温度。淤浆加热器202可为与回路加热器204连通的换热器，用于加热可为洁净热油或其他加热流体的换热流体。回路加热器可为电加热器或燃气加热器，如图1所示，其为淤浆加热器202提供热的加热流体。淤浆加热器202可为壳管式换热器，并且管93中的淤浆油可泵送至淤浆加热器202的管侧202t。因此，管侧202t与主出口93o下游连通。加热的淤浆油可在淤浆进料管206中导入真空分离器200中。将来自回路加热器204的热油引导至淤浆加热器202的壳体侧。离开淤浆加热器202的较冷的油导回至回路加热器204，在其中再次加热，然后在闭环系统中再循环回至淤浆加热器202中。真空分离器200与加热器202下游连通。用于淤浆进料管206的真空分离器200的进料入口206i允许淤浆油到分离器200。真空分离器200可为具有或不具有再沸器的分馏塔，或者可为简单的一级闪蒸分离器。真空分离器200在5至25kpa(绝对)的真空压力和349℃(660°f)至377℃(710°f)，优选354℃(670°f)至371℃(700°f)的塔底温度下将淤浆油料流分离成循环油料流和重质料流。循环油料流可包含至少一些在lco范围内沸腾的材料和/或至少一些在hco范围内沸腾的材料。在一个方面中，在等于或低于482℃(900°f)下沸腾的循环油料流包含在分离器顶部管210中从真空分离器200的顶部211输送的蒸气状分离器顶部料流中，而重质料流处于在分离器底部管212中从真空分离器200塔底输送的分离器塔底料流中。任选的真空再循环管214可与分离器底部管212下游连通，并且分离器200可与再循环管下游连通。真空再循环管214将来自分离器底部管212的一部分重质料流从分离器200的底部再循环回至分离器200中。真空再循环管214再循环至再循环入口214i，再循环入口214i位于分离器200的淤浆油料流的进料入口206i的上方。包含浓缩淤浆油的净重质料流在管216中除去，并且可作为燃料油出售或作为焦化器单元的进料或用于生产炭黑。冷却器220可与分离器顶部管210下游连通，用于冷却和冷凝分离器顶部料流。冷凝的分离器顶部料流由分离器200的顶部进入与分离器顶部管210下游连通的接收器230。冷凝的顶部料流在接收器230中分离成在接收器底部管234中从接收器230底部取出的液体循环油料流和在接收器顶部管232中取出的蒸气状接收器顶部料流。接收器底部管234中的液体循环油料流是富含hco的并且可包含lco。接收器底部管234中的液体循环油料流可送至柴油池。在一个实施方案中，加氢处理单元30和/或fcc单元10与接收器底部管234下游连通和/或从真空分离器200的顶部211与真空分离器顶部管210下游连通。再循环管110在接收器底部管234中取出液体循环油料流，将其作为再循环裂化料流送入第二加氢处理区70的第二入口110i。再循环管110可与真空分离器200下游连通。接收器230可在2至10kpa(绝对)的真空压力和37℃(100°f)至149℃(300°f)，优选不超过121℃(250°f)的温度下操作。在接收器底部管234中回收的循环油料流可占主塔底管93中的淤浆油料流的5-50体积％，合适地20-30体积％。此外，管234中的循环油料流的api相对于主塔底管93中的淤浆油料流可增加1-5个api数，适当地2-4个api数。在一个实施方案中，如果真空分离器200为真空分馏塔，则接收器底部管234中的液体循环油料流的一部分可作为回流管236中的回流料流经由回流入口236i回流至真空分离器200中。回流管236可与接收器底部管234和真空分离器200下游连通，并且真空分离器可与回流管236下游连通。真空分离器200的回流入口236i是针对回流管236的，其高于分离器200对于淤浆进料管93的进料入口214i和用于真空再循环管214的分离器200的再循环入口214i。在该实施方案中，填料238可设置在再循环入口214i和回流入口236i之间的真空塔中。将液体循环油料流回流至真空分馏塔使得能够控制液体循环油料流的终点，从而满足对下游单元(例如fcc单元10)的进料要求。真空分离器200在比分离器顶部管210中大气压低的压力下操作。真空产生设备240如喷射器或真空泵与接收器230的接收器顶部管232下游连通，用于在来自接收器230的接收器顶部料流上施加真空。在一个实施方案中，当真空产生设备240为喷射器时，所述喷射器可与惰性气体料流242(例如蒸气)下游连通，其中在接收器顶部管232中的接收器顶部料流上施加真空。喷射器将与接收器顶部料流混合的惰性气体料流供入冷凝器中。惰性气体料流和接收器顶部料流的冷凝混合物离开冷凝器并进入排空鼓250中。来自排空鼓250的管252中的蒸气状烃料流可送至燃烧或回收。冷凝的酸水料流也可在鼓底管254中从排空鼓中移除，并送至fcc单元10的水处理设施(未描述)。实施例实施例1在商业fcc单元中处理166.1m3/h(24,319bpd)的真空瓦斯油进料，且利用废催化剂循环，其中一部分废催化剂在未经历再生下再循环，而其他部分催化剂再生以提供730℃的再生催化剂温度。提升管出口温度为545℃。将催化剂与油的比例(其为再循环和再生催化剂之和与供入提升管的油的比例)在不同的水平进行调节，以测试再循环催化剂上的焦炭对lco选择性的影响。测试条件如表1所示。lco选择性是lco产物流速与lco和淤浆油的产物流速之和的比值。混合催化剂上的平均焦炭是催化剂上的焦炭与提升管中的总催化剂的重量比。表1图2是作为再循环催化剂上焦炭的函数的lco选择性的图。图2的图显示了0.7-1.1重量％的再循环催化剂上的焦炭提供了更高的lco选择性。特别地，再循环催化剂上大于0.99且小于1.1或1.2重量％的焦炭提供了最高的lco选择性。实施例2我们模拟了fcc单元上游的加氢处理单元，以进一步证明所述装置和方法具有再循环hco的能力。模拟的基本情况为将7,949m3/天(50,000bpd)的具有23.8api的vgo进料供入加氢处理单元中，以在移除预分馏塔中的产物后制备fcc单元的fcc进料。加氢处理压力为9.7mpa(1400psig)，fcc提升管出口温度为518℃(965°f)。fcc产物在常规主分馏塔中回收。当将主塔的最低侧出口的hco再循环至加氢处理单元时，其与vgo进料混合。产率需要将由主分馏塔和预分馏塔获得的回收率组合。馏出物的沸程为171-349℃(340-660°f)，淤浆油的沸程高于349℃(660°f)。方案1在操作方面与基本情况的不同之处在于，将一部分废催化剂再循环以与进料接触而不经历再生。与进料接触的再循环废催化剂与再生催化剂的比例为0.75:1。该改进的操作在馏出物生产中提供了比基本情况更高的产率，除了燃料气保持相同之外，所有其他产物均减少。方案2与基本情况的不同之处在于，真空塔接收主分馏塔淤浆料流，并且将来自真空塔顶的包含在482℃(900°f)以下沸腾的物质的液体循环油料流与来自主分馏塔的hco再循环料流一起再循环至加氢处理单元中。该改进的操作在所有产物类别(包括馏出物生产)中均提供了比基本情况更高的产率，仅废淤浆油料流减少。方案3与方案2的不同之处在于，将真空塔顶的再循环料流和来自主塔的hco与加氢处理单元的vgo进料分离。再循环料流仅再循环至加氢处理单元的第二芳族饱和区中，而绕过加氢处理单元的第一加氢处理区。相对于方案2，该改进的操作提高了馏出物生产中的产率，所有其他产物均减少。方案4与方案3的不同之处在于，将一部分废催化剂再循环以与进料接触而不经历再生。该改进的操作在馏出物生产中提供了比方案3更高的产率，其中所有其他产物均减少。方案5与方案4的不同之处在于，加热器将主塔淤浆料流从363℃(685°f)的塔底温度加热至388℃(730°f)的加热温度，然后将其供入真空塔。与方案4相比，该改进的操作在所有产物类别中均提高了产率，其中馏出物生产的改善最大，淤浆油的生产显著减少。表2实施例3我们模拟了加氢处理单元和fcc单元下游的分馏单元，以证明所述装置和方法的能力。模拟操作使用一个加氢处理单元和一个fcc反应器，且fcc反应器的氢化处理vgo原料的进料速度为296,372kg/hr(50,000bpsd，653,390lb/hr)。在主分馏塔中产生的lco在221-349℃(430-660°f)下沸腾，而作为产物回收的总lco在174-349℃(345-660°f)下沸腾。再循环至加氢处理单元的hco在fcc主分馏塔中由侧出口产生。为了生产为新鲜进料的12.5体积％(即994m3/天(6250bpd))的再循环hco，调整主分馏塔的操作。可在fcc主分馏塔中生产的液体产物如表3所示。轻汽油在c5至174℃(345°f)下沸腾，而重汽油在174-221℃(345-430°f)下沸腾。表3轻汽油，m3/天(bpd)3905(24565)与lco混合的重汽油，m3/天(bpd)956(6013)主塔中生产的lco，m3/天(bpd)605(3803)生产的总lco，m3/天(bpd)1560(9816)从主塔再循环至加氢处理单元的hco，m3/天(bpd)994(6250)淤浆，m3/天(bpd)437(2750)主塔总液体产物和再循环物，m3/天(bpd)6897(43381)表4显示了将来自主塔塔底的淤浆油料流导入真空分离器的情况。调整主塔的操作，这导致淤浆油的生产量减少，lco的生产量增加。来自主塔的侧面的hco再循环料流减少以允许由主塔生产更多的lco。再循环物流量保持为新鲜进料的12.5体积％。这通过将来自真空塔塔顶料流的循环油与来自主塔的hco再循环料流一起再循环而实现。表4将真空塔塔顶物料再循环至加氢处理单元导致fcc主分馏塔中的hco变换成lco，这将fcc的lco物质中的柴油回收率提高了44m3/天或275桶/天，或者基于新鲜进料提高了0.55体积％。表5显示了将来自主塔塔底的淤浆油料流在淤浆加热器中加热至388℃(730°f)后导入真空分离器的情况。调整主塔的操作，这导致淤浆油的生产减少，主塔的lco生产增多。来自主塔的侧面的hco再循环料流的减少甚至更多，从而可由主塔生产更多的lco。加氢处理单元的再循环物流量再次保持为新鲜进料的12.5体积％。这通过将两倍于来自真空塔塔顶料流的循环油与来自fcc主塔的hco再循环料流再循环而实现。通过加热主塔塔底淤浆油产物料流来实现额外的真空塔塔顶物流速。表5通过在进入真空塔分离器之前加热淤浆油料流，用于再循环的真空塔塔顶馏出物翻倍。将真空塔塔顶物料再循环至加氢处理单元导致主fcc主分馏塔中的hco变换成lco，这将fcc单元的lco物质中的柴油回收率提高了87m3/天或550桶/天，或者基于新鲜进料提高了1.1体积％。具体实施方案尽管将结合具体实施方案描述以下内容，然而应理解的是，该描述旨在说明而非限制前文描述和所附权利要求的范围。本发明的第一实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入第一加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供第一加氢处理流出料流；将再循环裂化料流供入第二加氢处理区中以加氢处理再循环裂化料流并提供第二加氢处理流出料流；将加氢处理产物从第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流中分离以提供fcc进料流；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；并从裂化料流中分离再循环裂化料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或全部在先实施方案，进一步包括将第一加氢处理流出物送至第二加氢处理区。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括使一部分第一加氢处理流出料流绕过第二加氢处理区。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流供入主分馏塔中，并从主分馏塔的一侧的出口取出再循环裂化料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；将淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；并将循环油料流作为再循环裂化料流再循环。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在分离淤浆油料流之前加热淤浆油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中在第一加氢处理区中发生的加氢脱金属比第二加氢处理区中更多。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第一加氢处理区中发生的加氢脱氮比第二加氢处理区中更多。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二加氢处理区中发生的芳族饱和比第一加氢处理区中更多。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中在第一加氢处理区中发生的加氢脱硫比第二加氢处理区中更多。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中所述加氢处理产物从所述第一加氢处理流出料流和所述第二加氢处理流出料流中的所述分离以提供fcc进料流的操作在分馏塔中进行。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将一部分与裂化料流离析的催化剂再生，并将与裂化料流离析的第二部分催化剂再循环以与fcc进料流接触而不经历再生。本发明的一个实施方案为直至本段中第一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中新鲜烃进料流包含具有至少316℃(600°f)的t5的真空瓦斯油。本发明的第二实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入第一加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供第一加氢处理流出料流；将再循环裂化料流供入第二加氢处理区中，所述第二加氢处理区包含催化剂，所述催化剂对芳环饱和具有活性，从而对再循环裂化料流进行加氢处理以提供第二加氢处理流出料流；将加氢处理产物在分馏塔中从第一加氢处理流出料流和第二加氢处理流出料流中分离，从而提供fcc进料流；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；并将再循环裂化料流从裂化料流中分离。本发明的一个实施方案为直至本段中第二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；将淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；和将循环油料流作为再循环裂化料流再循环。本发明的一个实施方案为直至本段中第二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在分离淤浆油料流之前加热淤浆油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将一部分与裂化料流离析的催化剂再生，并将与裂化料流离析的第二部分催化剂再循环以与fcc进料流接触而不经历再生。本发明的一个实施方案为直至本段中第二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将一部分第一加氢处理流出料流通入第二加氢处理区并使另一部分第一加氢处理流出物绕过第二加氢处理区。本发明的第三实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入第一加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供第一加氢处理流出料流；将再循环裂化料流供入第二加氢处理区中以对再循环裂化料流进行加氢处理并提供第二加氢处理流出料流；将至少一部分第一加氢处理流出物供入第二加氢处理区中；将fcc进料流从第二加氢处理流出料流中分离；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；将淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；和将循环油料流作为再循环裂化料流再循环。本发明的一个实施方案为直至本段中第三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二加氢处理区包含对芳环饱和具有活性的催化剂。本发明的一个实施方案为直至本段中第三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将所有第一加氢处理流出物供入第二加氢处理区中。本发明的第四实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，其包括具有第一入口和第一出口的第一加氢处理区，第一入口与新鲜烃进料流源连通；具有第二入口和第二出口的第二加氢处理区；与第一出口和第二出口连通的fcc反应器；和与fcc反应器连通的主分馏塔；主分馏塔在主分馏塔的塔底具有主出口，第二入口与主出口下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中辅助出口位于主分馏塔的一侧，且第二入口与辅助出口下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与主出口连通的加热器。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与主出口连通的真空分离器。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与真空分离器的分离器顶部管连通的接收器；与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备；以及用于提供再循环裂化料流的接收器的接收器底部管，第二入口与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二加氢处理区与第一出口连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与第二加氢处理区连通的预分馏塔，fcc反应器与预分馏塔下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器包括提升管，并且进一步包括与提升管出口和提升管入口连通的再循环管。本发明的一个实施方案为直至本段中第四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第一加氢处理区和第二加氢处理区包含在同一反应容器中。本发明的第五实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，其包括具有第一入口和第一出口的第一加氢处理区，第一入口与新鲜烃进料流源连通；具有第二入口和第二出口的第二加氢处理区；与第一出口和第二出口连通的fcc反应器；与fcc反应器连通的主分馏塔；主分馏塔在主分馏塔的塔底具有主出口；与主出口连通的真空分离器，且第二入口与真空分离器下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中辅助出口位于主分馏塔的一侧，第二入口与辅助出口下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与主出口连通的换热器。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与真空分离器的分离器顶部管连通的接收器；与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备；以及用于提供再循环裂化料流的接收器的接收器底部管，第二入口与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二加氢处理区与第一出口连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与第二加氢处理区连通的预分馏塔，fcc反应器与预分馏塔下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器包括提升管，并且进一步包括与提升管出口和提升管入口连通的再循环管。本发明的一个实施方案为直至本段中第五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第一加氢处理区和第二加氢处理区包含在同一个反应容器中。本发明的第六实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，其包括具有第一入口和第一出口的第一加氢处理区，第一入口与新鲜烃进料流源连通；具有第二入口和第二出口的第二加氢处理区；与第一出口和第二出口连通的fcc反应器；与fcc反应器连通的主分馏塔；主分馏塔在主分馏塔的塔底具有主出口；与主出口连通的真空分离器；与真空分离器的分离器顶部管连通的接收器；与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备；以及用于提供再循环裂化料流的接收器的接收器底部管，并且第二入口与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与主出口连通的换热器。本发明的第七实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；将加氢处理产物从加氢处理流出料流中分离以提供fcc进料流；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将与裂化料流离析的第一部分催化剂再生；以及将与裂化料流离析的第二部分催化剂再循环以与fcc进料流接触而不经历再生，其中第二部分在催化剂上具有0.7-1.1重量％的焦炭。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器中的催化剂与油之比为8-20。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二部分催化剂占fcc反应器提升管中的催化剂的10-50重量％。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中反应区中的催化剂上的平均焦炭为0.1-0.6重量％。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将再循环裂化料流从裂化料流中分离并将再循环裂化料流供入加氢处理区中。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流供入主分馏塔中并从主分馏塔中的出口取出再循环裂化料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔的塔底出口的淤浆油料流的产物；将淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；并将循环油料流作为再循环裂化料流再循环。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在分离淤浆油料流之前加热淤浆油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中新鲜烃进料流包含具有至少316℃(600°f)的t5的真空瓦斯油。本发明的第八实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；将加氢处理产物从加氢处理流出料流中分离以提供fcc进料流；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将与裂化料流离析的第一部分催化剂再生；将与裂化料流离析的第二部分催化剂再循环以与fcc进料流接触而不经历再生，其中第二部分在催化剂上具有0.7-1.10重量％的焦炭；以及从裂化料流中分离再循环裂化料流，并将再循环裂化料流供入加氢处理区。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器中的催化剂与油之比为8-20。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二部分催化剂占fcc反应器提升管中的催化剂的10-50重量％。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中反应区中的催化剂上的平均焦炭为0.1-0.6重量％。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流供入主分馏塔并从主分馏塔中的出口取出再循环裂化料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔的塔底出口的淤浆油料流的产物；将淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；并将循环油料流作为再循环裂化料流再循环。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在分离淤浆油料流之前加热淤浆油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中新鲜烃进料流包含具有至少316℃(600°f)的t5的真空瓦斯油。本发明的第九实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将新鲜烃进料流供入加氢处理区中以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；将fcc进料流供入fcc反应器中，且使fcc进料流与催化剂接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将与裂化料流离析的第一部分催化剂再生；以及将与裂化料流离析的第二部分催化剂再循环以与fcc进料流接触而不经历再生，其中第二部分在催化剂上具有0.7-1.10重量％的焦炭；以及从裂化料流中分离再循环裂化料流，并将再循环裂化料流供入加氢处理区。本发明的一个实施方案为直至本段中第九实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器中的催化剂与油之比为8-20。本发明的一个实施方案为直至本段中第九实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中第二部分催化剂占fcc反应器提升管中的催化剂的10-50重量％。本发明的第十实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括加氢处理单元以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；与加氢处理单元下游连通的加氢处理分离段，用于分离加氢处理产物以提供fcc进料流；与加氢处理分离段下游连通的fcc反应器，用于使fcc进料流与催化剂在提升管中接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流和废催化剂；与提升管出口下游连通的再生器，用于再生废催化剂；以及与提升管出口下游连通的再循环管，用于将废催化剂再循环至fcc提升管。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与再循环管下游连通的提升管入口。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再循环管与fcc提升管相连。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与再生器下游连通的再生器管，且提升管具有与再生器管下游连通的入口。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再生器管与fcc提升管相连。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括含提升管出口的离析室，其中再循环管和再生器管与离析室下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再循环管绕过再生器。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与fcc反应器下游连通的再循环管，并且加氢处理单元与再循环管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与fcc反应器下游连通的主分馏塔，并且再循环管与主分馏塔下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与主分馏塔下游连通的真空分离器，且再循环管与真空分离器下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括处于加氢处理分离段中的预分馏塔，其包括柴油料流的侧出口和塔底出口，其中fcc反应器与塔底出口下游连通。本发明的第十一实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括加氢处理单元以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；与加氢处理单元下游连通的加氢处理分离段，用于分离加氢处理产物以提供fcc进料流；与加氢处理分离段下游连通的fcc反应器，用于使fcc进料流与催化剂在提升管中接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流和废催化剂；包含提升管出口的离析室；与提升管出口下游连通的再生器，用于再生废催化剂；与离析室下游连通的再循环管，用于将废催化剂再循环至fcc提升管。本发明的一个实施方案为直至本段中第十一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与再循环管下游连通的提升管入口。本发明的一个实施方案为直至本段中第十一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再循环管与fcc提升管相连。本发明的一个实施方案为直至本段中第十一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与再生器下游连通的再生器管，且提升管具有与再生器管下游连通的入口。本发明的一个实施方案为直至本段中第十一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再生器管与fcc提升管相连。本发明的一个实施方案为直至本段中第十一实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中再生器管与离析室下游连通。本发明的第十二实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括加氢处理单元以加氢处理烃进料流，从而提供加氢处理流出料流；与加氢处理单元下游连通的加氢处理分离段，用于分离加氢处理产物以提供fcc进料流；fcc反应器与加氢处理分离段下游连通，用于使fcc进料流与催化剂在提升管中接触以催化裂化fcc进料流，从而提供裂化料流和废催化剂；与提升管出口下游连通的再生器，用于再生废催化剂；以及与提升管出口下游连通的再循环管，用于将废催化剂再循环至fcc提升管；且再循环管与fcc反应器下游连通，加氢处理单元与再循环管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在与fcc反应器下游连通的主分馏塔下游连通的真空分离器，且再循环管与真空分离器下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十二实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括处于加氢处理分离段中的预分馏塔，其包括柴油料流的侧出口和塔底出口，其中fcc反应器与塔底出口下游连通。本发明的第十三实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将烃进料流供入fcc反应器中且使烃进料流与催化剂接触以催化裂化烃进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；加热淤浆油料流；将加热的淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括加热淤浆油料流以将淤浆油料流的温度提高19-31℃。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括通过与热油料流的热交换而加热淤浆油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在火焰加热器中或通过电加热来加热热油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将来自分离器顶部的分离器顶部料流冷凝，在接收器中将冷凝的顶部料流分离，从接收器底部取出循环油料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在来自接收器的接收器顶部料流上施加真空并将其供入排空鼓中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将一部分循环油料流回流至分离器容器中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将一部分循环油料流再循环至fcc反应器中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在将一部分循环油料流再循环至fcc反应器之前将循环油料流再循环至加氢处理单元中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在第一加氢处理区中将烃进料流加氢处理并将循环油料流再循环至第二加氢处理区中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在预分馏塔中分馏第一加氢处理区流出物和第二加氢处理区流出物。本发明的一个实施方案为直至本段中第十三实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔的hco料流的产物，并将一部分hco料流再循环至fcc反应器中。本发明的第十四实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括在加氢处理单元中加氢处理烃进料流；将烃进料流供入fcc反应器，并使烃进料流与催化剂接触以催化裂化烃进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；加热淤浆油料流；将加热的淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；将循环油料流再循环至加氢处理单元中；并将一部分循环油料流再循环至fcc反应器中。本发明的一个实施方案为直至本段中第十四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括加热淤浆油料流以将淤浆油料流的温度提高19-31℃。本发明的一个实施方案为直至本段中第十四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在第一加氢处理区中加氢处理烃进料流并将循环油料流再循环至第二加氢处理区。本发明的一个实施方案为直至本段中第十四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括在预分馏塔中分馏第一加氢处理区流出物和第二加氢处理区流出物。本发明的一个实施方案为直至本段中第十四实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔的hco料流的产物，并将一部分hco料流再循环至fcc反应器中。本发明的第十五实施方案为一种催化裂化烃的方法，包括将烃进料流供入fcc反应器中并使烃进料流与催化剂接触以催化裂化烃进料流，从而提供裂化料流；使催化剂与裂化料流离析；将裂化料流分馏成包括来自主分馏塔塔底的淤浆油料流的产物；加热淤浆油料流以将淤浆油料流的温度提高19-31℃；将加热的淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十五实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括加热淤浆油料流以将淤浆油料流的温度提高19-31℃。本发明的第十六实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括用于使烃进料流与催化剂接触以提供裂化料流的fcc反应器；与fcc反应器下游连通的主分馏塔，用于将裂化料流分馏成包括淤浆油料流的产物；与主分馏塔塔底主出口下游连通的淤浆加热器，用于加热淤浆油料流；与淤浆加热器下游连通的真空分离器，用于在真空压力下将加热的淤浆油料流分离成循环油料流和重质料流。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中淤浆加热器为换热器。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与淤浆加热器连通的回路加热器，用于加热淤浆加热器的换热流体。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中回路加热器为火焰加热器或电加热器。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中淤浆加热器为管壳式换热器，并且所述管与塔底出口连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与真空分离器的分离器顶部管连通的接收器；与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备；以及用于提供再循环料流的接收器的接收器底部管。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中加氢处理单元与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器与加氢处理单元下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十六实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中真空分离器为真空分馏塔。本发明的第十七实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括用于使烃进料流与催化剂接触以提供裂化料流的fcc反应器；与fcc反应器下游连通的主分馏塔，用于将裂化料流分馏成包括淤浆油料流的产物；淤浆加热器，其包括与主分馏塔塔底的主出口下游连通的换热器，用于加热淤浆油料流；与淤浆加热器下游连通的真空分离器，用于将加热的淤浆油料流在真空压力下分离成循环油料流和重质料流；以及与淤浆加热器连通的回路加热器，用于加热淤浆加热器的换热流体。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中回路加热器为火焰加热器或电加热器。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中所述淤浆加热器为壳管式换热器，并且所述管与塔底出口连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与真空分离器的分离器顶部管连通的接收器；与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备；以及用于提供再循环料流的接收器的接收器底部管。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器与接收器塔底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中加氢处理单元与接收器底部管下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十七实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，其中fcc反应器与加氢处理单元下游连通。本发明的第十八实施方案为一种用于催化裂化烃的装置，包括用于使烃进料流与催化剂接触以提供裂化料流的fcc反应器；与fcc反应器下游连通的主分馏塔，用于将裂化料流分馏成包括淤浆油料流的产物；与主分馏塔塔底的主出口下游连通的淤浆加热器，用于加热淤浆油料流；与淤浆加热器下游连通的真空分馏塔，用于在真空压力下将加热的淤浆油料流分离成循环油料流和重质料流；与真空分馏塔的塔顶管连通的接收器；用于提供再循环料流的接收器的接收器底部管；以及与接收器底部管下游连通的fcc反应器。本发明的一个实施方案为直至本段中第十八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与接收器底部管下游连通的加氢处理单元，且fcc反应器与加氢处理单元下游连通。本发明的一个实施方案为直至本段中第十八实施方案的本段中的一个、任意或所有在先实施方案，进一步包括与接收器的接收器顶部管连通的真空产生设备。在不进一步阐述下，相信通过使用前述描述，本领域技术人员可在不偏离本发明的主旨和范围下最大限度地利用本发明并且容易地确定本发明的本质特征，从而对本发明进行各种改变和变型，且使其适应各种用途和条件。因此，前文的优选具体实施方案应理解为仅仅是说明性的，而不是以任何方式限制本公开的其余部分，并且旨在覆盖包括在所附权利要求范围内的各种变型和等同设置。在前文中，所有温度均以摄氏度表示，所有份数和百分数均以重量计，除非另有说明。当前第1页12