加氢与催化裂化组合的工艺方法及工艺系统与流程

本发明涉及烃油加工领域，具体涉及一种加氢与催化裂化组合的工艺方法和一种加氢与催化裂化组合的工艺系统。
背景技术：
：目前世界正面临着原油变重变劣的趋势，而人们对重质燃料油的需求却逐步减少，对轻质油的需求则大幅增加。因此，炼油企业纷纷追求渣油的最大量转化。在渣油轻质化的各种方法中，优质的石蜡基重油可直接进行催化裂化生产轻质油品。劣质的高硫高残炭渣油先进行加氢处理、加氢尾油再进行催化裂化加工工艺。渣油经加氢处理脱除金属、硫、氮等杂质后，提高了氢含量，可作为优质的重油催化裂化原料，将渣油进行完全转化。因此，如今将渣油加氢尾油直接作为重油催化裂化原料的工艺得到越来越普遍的应用。但在以上工艺中，催化裂化重油是循环至催化裂化装置中进一步加工。由于重油含多环芳烃，因而轻油收率低，生焦量大，增加了再生器负荷，降低了重油催化裂化装置的处理量及经济效益。如果重油混入油浆直接外甩，则增加了低价值的油浆产量，降低了高价值产品产率。与此同时，随着人类环境保护意识的增强，汽车尾气中有害物质对大气环境的污染越来越引起人们的重视，世界各国对车用汽油的组成均提出了日趋严格的限制，尤其是硫含量。欧盟已于2009年开始实施欧v排放标准，要求汽油硫含量小于10μg/g，并要在2014年左右实行更为严格的欧vi标准。美国加州第二、三阶段汽油标准中分别规定汽油中硫含量不高于30μg/g、15μg/g。中国也已经实施国v汽油标准，要求汽油硫含量不大于10μg/g，烯烃体积分数不大于24％。未来对汽油中烯烃含量限制更为严格，国vi标准汽油要求烯烃体积分数不大于15％。成品汽油中的烯烃主要来自催化裂化汽油(fcc汽油)，因此，降低fcc汽油的烯烃含量是降低成品汽油烯烃含量的关键所在。加氢能够降低汽油中的烯烃含量，但会伴随着辛烷值的大幅度下降。目前，催化裂化降低汽油烯烃含量主要是通过在催化裂化装置中采用降烯烃工艺来降低汽油中的烯烃。cn1388219a通过利用馏程小于400℃的供氢剂组分和汽油一起反应降低汽油烯烃含量，但当需要降汽油烯烃同时将供氢剂进行轻质化时则无法兼顾。若为了能同时裂化作为供氢剂的重组分，需要采用高反应温度，此时会造成汽油的裂化损失；若为避免催化裂化汽油损失而采用低温，则作为供氢剂的重组分无法裂化。因此采用此方法无法将催化裂化轻循环油、催化裂化重油或加氢后的催化裂化轻循环油、催化裂化重油转化为更轻质的油品，无法提高轻油收率；而且该方法中接触催化裂化汽油的催化剂未先经过积炭，会导致对汽油裂化活性很高，原本用于降烯烃的汽油损失较大。cn102373085a和cn102199447a利用双提升管对重油进行转化，可生产低烯烃汽油。但由于第二提升管上部汽油不是和具有供氢性能的加氢组分混合到一起后再反应，需要汽油本身缩合脱氢来做为氢源提供给自身，不仅因此导致宝贵的汽油组分损失，减少了高价值产品的量；而且，会因汽油本身供氢能力差而使得降汽油烯烃效果不好。同时该方法是一种可多产柴油的方案，由于催化裂化柴油市场价格远低于催化裂化汽油市场价格，对多产高价值的汽油不利。普通双提升管催化裂化技术作为一种公知技术可以在催化裂化装置其中一个提升管中转化重油、在另一个提升管中降低汽油烯烃。但由于汽油是单独进入其中一个提升管进行降烯烃，存在汽油接触裂化性强的再生催化裂化催化剂导致汽油裂化较多，以及没有外来供氢剂为汽油提供氢源、汽油需从自身取氢导致部分汽油缩合结焦较多的问题，带来汽油收率较大的损失，且由于没有供氢剂和汽油一起进料，降烯烃效果不好。技术实现要素：本发明的目的是在现有技术的基础上提供一种将加氢处理和催化裂化组合的工艺方法，使得重油高效转化并能够生产低烯烃催化汽油、较高十六烷值催化柴油，以及能够灵活调整柴油汽油比例并具有高轻油收率的系统和方法。为了实现上述目的，本发明的第一方面提供一种加氢与催化裂化组合的工艺方法，该方法包括：(1)在催化裂化反应条件下，将催化裂化原料油引入至催化裂化第一提升管反应区进行第一催化裂化反应，并且分离第一催化裂化反应的产物以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；(2)将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油，任选地以及来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油引入至加氢单元中进行加氢反应，分离加氢反应产物以得到加氢循环油，所述加氢单元为固定床加氢单元和/或沸腾床加氢单元；(3)将来自步骤(2)的一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管下部反应区中进行第二催化裂化反应；将汽油馏分和来自步骤(2)的另一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管上部反应区并与来自第二提升管下部反应区的催化剂以及油气一起进行第三催化裂化反应；分离经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆，所述汽油馏分至少部分为来自步骤(1)的所述催化裂化汽油。本发明的第二方面提供一种加氢与催化裂化组合的工艺系统，该系统包括：第一提升管反应区，该第一提升管反应区中含有第一反应单元和第一分离单元，催化裂化原料油引入至所述第一反应单元中进行第一催化裂化反应，并且第一催化裂化反应的产物在所述第一分离单元中分离以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；加氢单元，该加氢单元中含有固定床加氢反应器和/或沸腾床加氢反应器以及含有第二分离单元，来自所述第一提升管反应区的至少部分所述催化裂化重循环油，任选地以及来自所述第一提升管反应区的至少部分所述催化裂化轻循环油能够进入该加氢单元中进行加氢反应，并且加氢反应的产物在所述第二分离单元中分离以得到加氢循环油；以及第二提升管反应区，该第二提升管反应区中含有上部反应区、下部反应区和第三分离单元，来自所述加氢单元的一部分所述加氢循环油能够进入所述下部反应区中进行第二催化裂化反应；汽油馏分和来自所述加氢单元的另一部分所述加氢循环油能够进入所述上部反应区中与来自所述下部反应区的催化剂和油气一起进行第三催化裂化反应；经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物能够在所述第三分离单元中进行分离以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆，所述汽油馏分至少部分为来自所述第一提升管反应区的所述催化裂化汽油。本发明提供的加氢与催化裂化组合的工艺方法能够使得重油高效转化并能够生产低烯烃催化汽油、较高十六烷值催化柴油，以及能够灵活调整柴油汽油比例并具有高的轻油收率。附图说明图1是本发明的一种优选实施方式所示的加氢与催化裂化组合的工艺方法的流程图。附图标记说明1、2、5、6、8、9、10、11、15、16、17、25、26、27、35、36、38、40、41、42、43、44、45、46、47均为管线3、催化裂化第一提升管4、第一汽提器7、再生器12、催化裂化第二提升管13、催化裂化第二提升管上部反应区14、第二汽提器18、催化裂化第一分馏系统19、第一干气20、第一液化气21、第一提升管催化裂化汽油22、第一提升管催化裂化轻循环油23、第一提升管催化裂化重循环油24、第一提升管催化裂化油浆28、第二提升管分离系统29、第二干气30、第二液化气31、第二提升管催化裂化汽油32、第二提升管催化裂化轻循环油33、第二提升管催化裂化重循环油34、第二提升管催化裂化油浆37、加氢反应系统39、分离系统具体实施方式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。如前所述，本发明的第一方面提供了一种加氢与催化裂化组合的工艺方法，该方法包括：(1)在催化裂化反应条件下，将催化裂化原料油引入至催化裂化第一提升管反应区进行第一催化裂化反应，并且分离第一催化裂化反应的产物以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；(2)将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油，任选地以及来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油引入至加氢单元中进行加氢反应，分离加氢反应产物以得到加氢循环油，所述加氢单元为固定床加氢单元和/或沸腾床加氢单元；(3)将来自步骤(2)的一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管下部反应区中进行第二催化裂化反应；将汽油馏分和来自步骤(2)的另一部分所述加氢循环油引入至催化裂化第二提升管上部反应区并与来自第二提升管下部反应区的催化剂以及油气一起进行第三催化裂化反应；分离经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油和催化裂化重循环油和催化裂化油浆，所述汽油馏分至少部分为来自步骤(1)的所述催化裂化汽油。前述“一部分所述加氢循环油”和“另一部分所述加氢循环油”构成由步骤(2)获得的全部加氢循环油的至少一部分。优选情况下，在本发明中，在步骤(3)中，参与所述第二催化裂化反应的加氢循环油与参与所述第三催化裂化反应的加氢循环油的重量比为1：(0.01～10)。优选情况下，将来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化重循环油，任选地以及来自步骤(1)的至少部分所述催化裂化轻循环油，任选地以及来自步骤(3)的至少部分所述催化裂化轻循环油，任选地以及来自步骤(3)的至少部分所述催化裂化重循环油引入至步骤(2)的加氢单元中进行所述加氢反应。在本发明中，步骤(3)中所得的催化裂化轻循环油可以全部进入步骤(2)的加氢单元，也可以部分进入步骤(2)的加氢单元而将剩余部分作为柴油产品；还可以将步骤(3)中所得的催化裂化轻循环油全部作为柴油产品。优选情况下，在本发明中，将步骤(3)中所得的全部催化裂化重循环油引入至步骤(2)的加氢单元中进行加氢反应。在没有特别说明的情况下，本发明对前述“至少部分”中的“部分”的含量并没有特别的要求，本领域技术人员能够根据实际需要而进行灵活调整，这也使得本发明提供的方法具有灵活操作的优点。在本发明中，若是将催化裂化轻循环油作为柴油产品出装置，优选将由第一催化裂化反应获得的催化裂化轻循环油作为柴油产品出装置。以下提供本发明的工艺方法的两种优选的具体实施方式。优选的具体实施方式1：将来自步骤(1)的全部所述催化裂化重循环油与来自步骤(3)的全部所述催化裂化轻循环油和来自步骤(3)的全部所述催化裂化重循环油引入至步骤(2)的加氢单元中进行加氢反应。优选的具体实施方式2：将来自步骤(1)的全部所述催化裂化重循环油、来自步骤(1)的全部所述催化裂化轻循环油、来自步骤(3)的全部所述催化裂化轻循环油和来自步骤(3)的全部所述催化裂化重循环油引入至步骤(2)的加氢单元中进行加氢反应。在前述优选的具体实施方式1中，将来自步骤(1)的所述催化裂化轻循环油以及来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油分别作为柴油产品和汽油产品出装置。优选地，本发明还可以将来自步骤(1)的所述催化裂化轻循环油全部引入至加氢单元中进行加氢反应，而将来自步骤(3)的所述低烯烃催化裂化汽油作为汽油产品出装置。优选情况下，将步骤(1)中获得的所述催化裂化油浆和/或步骤(3)中获得的所述催化裂化油浆引入至步骤(3)的第二提升管下部反应区中进行所述第二催化裂化反应。优选地，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为450～540℃，剂油重量比为(2～15)：1，停留时间为0.4～10秒；更优选地，所述第一提升管反应区的反应条件包括：平均反应温度为470～500℃，剂油重量比为(5～8)：1，停留时间为0.8～3秒。优选地，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为500～600℃，剂油重量比为(2～30)：1，停留时间为0.4～10秒；更优选地，所述催化裂化第二提升管下部反应区的反应条件包括：平均反应温度为530～570℃，剂油重量比为(8～20)：1，停留时间为0.8～3秒。所述剂油重量比表示进催化裂化第二提升管下部反应区的催化剂与进催化裂化第二提升管下部反应区的原料油的重量比；所述的停留时间表示在催化裂化第二提升管下部反应区停留时间。在本发明中，优选所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应温度为350～520℃，更优选为350～449.99℃，进一步优选为400～449.99℃，特别优选为350～400℃。本发明的发明人发现，控制所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应温度在本发明的前述范围内时，能够提高高价值产品的收率，并且，在例如400～449.99℃下进行反应时，本发明的方法即具有很好的氢转移活性以降低汽油烯烃；甚至在更低的350～400℃的范围内，本发明的方法也具有氢转移活性以降低汽油烯烃。本发明的方法在相对较低的反应温度下进行前述催化裂化反应时，汽油裂化程度很低，有助于得到高的轻油收率。根据一种优选的具体实施方式，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～520℃，反应重时空速为0.5～30h-1；更优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为0.5～30h-1；更进一步优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的反应条件包括：平均反应温度为350～449.99℃，反应重时空速为2～8h-1。所述反应温度指催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度；所述的重时空速指催化裂化第二提升管下部反应区进料与催化裂化第二提升管上部反应区进料的重量流量之和与催化裂化第二提升管上部反应区中催化剂的重量比。优选地，所述催化裂化第二提升管上部反应区的平均反应温度比所述催化裂化第二提升管下部反应区的平均反应温度低30～150℃，进一步优选低40～120℃；更优选低50～100℃。优选情况下，在步骤(3)的催化裂化第二提升管上部反应区中，所述汽油馏分和所述加氢循环油的重量比为(0.2～100)：1；进一步优选为(0.5～10)：1；更优选为(1～6)：1。优选地，步骤(2)中的所述加氢反应的条件包括：氢分压为3.0～22.0mpa，反应温度为280～450℃，体积空速为0.1～5.0h-1、氢油体积比为200～2000nm3/m3。根据一种优选的具体实施方式，步骤(3)的催化裂化第二提升管上部反应区中的所述汽油馏分至少部分为来自步骤(1)的所述催化裂化汽油。优选情况下，参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应的催化裂化催化剂各自独立地含有5～50重量％的沸石、5～95重量％的无机氧化物以及0～70重量％的粘土。粘土的含量为0～70重量％，表示参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应的催化裂化催化剂中各自独立地含有或者不含有粘土。优选情况下，在所述催化裂化催化剂中，所述沸石为所述催化裂化催化剂中的至少一种活性组分，优选所述沸石选自大孔沸石或者以及中孔沸石；更优选地，所述大孔沸石占所述催化裂化催化剂中的全部活性组分的25～100重量％、更优选50～100重量％；以及所述中孔沸石占所述催化裂化催化剂中的全部活性组分的0～75重量％、更优选0～50重量％。优选情况下，所述大孔沸石选自y型沸石、稀土y型沸石(rey)、稀土氢y型沸石(rehy)、超稳y型沸石(usy)、稀土超稳y型沸石(reusy)中的一种或两种以上的混合物。优选地，所述中孔沸石选自zsm系列沸石和/或zrp沸石；更优选地，所述中孔沸石为采用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性后获得的改性中孔沸石。本发明的所述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任一种或任几种的混合物。本发明的前述催化裂化催化剂中的无机氧化物作为粘结剂，优选为二氧化硅(sio2)和/或三氧化二铝(al2o3)。本发明的前述催化裂化催化剂中的粘土作为任选存在的载体，优选选自高岭土和/或多水高岭土。优选地，参与步骤(2)的所述加氢反应的加氢催化剂中含有载体和负载在所述载体上的活性金属组分，任选地以及含有分子筛，所述活性金属组分选自第vib族金属元素和/或第viii族非贵金属元素，所述载体选自氧化铝、二氧化硅和无定形硅铝中的至少一种。优选地，在参与步骤(2)的所述加氢反应的加氢催化剂中，所述活性金属组分选自镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼、镍-钼-钨和钴-钼中的至少一种组合。优选地，本发明的方法进一步包括：将参与所述第一催化裂化反应、所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应中的至少一个反应的催化剂进行再生，并将再生后得到的再生催化剂返回以继续参与相应的反应。优选地，本发明的所述催化裂化原料油为渣油和/或蜡油；更优选地，所述催化裂化原料油中进一步含有柴油和/或石脑油。本发明的所述催化裂化轻循环油也即为本领域内常规的催化裂化柴油。本发明的前述方法中通过分离分馏还能够获得干气和液化气。关于本发明的方法的灵活性：通过调整第一提升管催化裂化轻循环油作为产品出装置与在加氢单元加氢后作为循环油进催化裂化第二提升管继续进行催化裂化反应的比例，能够灵活调整催化裂化柴油产品量。如果需要催化裂化柴油产品，则在两个提升管催化裂化轻循环油中优选第一提升管催化裂化轻循环油按所需量出装置进炼油厂柴油精制或改质装置生产柴油产品，其余与第一提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)、第二提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)和第二提升管催化裂化轻循环油进加氢单元后再到催化裂化第二提升管进行催化裂化反应。若全部第一提升管催化裂化轻循环油仍不够作为柴油产品，则再加上所需量的第二提升管催化裂化轻循环油出装置去精制或改质装置去生产柴油产品，剩余的与第一提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)、第二提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)进加氢单元后再到催化裂化第二提升管中进行催化裂化反应。如果大量需要催化裂化柴油产品，则将催化裂化两个提升管获得的催化裂化轻循环油均出装置进炼油厂柴油精制或改质装置生产柴油产品，只第一提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)和第二提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)进加氢单元后再到催化裂化第二提升管中进行催化裂化反应。若不需要催化裂化柴油产品，则可以将全部第一提升管催化裂化轻循环油、全部第一提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)、全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重油(包括催化裂化重循环油和催化裂化油浆)进加氢单元，加氢循环油一部分进催化裂化第二提升管下部反应区再进行裂化、另一部分与来自催化裂化第一提升管的高烯烃汽油一起在催化裂化第二提升管上部反应区进行汽油降烯烃反应(也即第三催化裂化反应)。如前所述，本发明的第二方面提供了一种加氢与催化裂化组合的工艺系统，该系统包括：第一提升管反应区，该第一提升管反应区中含有第一反应单元和第一分离单元，催化裂化原料油引入至所述第一反应单元中进行第一催化裂化反应，并且第一催化裂化反应的产物在所述第一分离单元中分离以得到干气、液化气、催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆；加氢单元，该加氢单元中含有固定床加氢反应器和/或沸腾床加氢反应器以及含有第二分离单元，来自所述第一提升管反应区的至少部分所述催化裂化重循环油，任选地以及来自所述第一提升管反应区的至少部分所述催化裂化轻循环油能够进入该加氢单元中进行加氢反应，并且加氢反应的产物在所述第二分离单元中分离以得到加氢循环油；以及第二提升管反应区，该第二提升管反应区中含有上部反应区、下部反应区和第三分离单元，来自所述加氢单元的一部分所述加氢循环油能够进入所述下部反应区中进行第二催化裂化反应；汽油馏分和来自所述加氢单元的另一部分所述加氢循环油能够进入所述上部反应区中与来自所述下部反应区的催化剂和油气一起进行第三催化裂化反应；经所述第二催化裂化反应和所述第三催化裂化反应后的产物能够在所述第三分离单元中进行分离以得到干气、液化气、低烯烃催化裂化汽油、催化裂化轻循环油、催化裂化重循环油和催化裂化油浆，所述汽油馏分至少部分为来自所述第一提升管反应区的所述催化裂化汽油。根据一种优选的具体实施方式，在所述第二提升管反应区中，所述上部反应区的内径大于等于所述下部反应区的内径。例如，所述第二提升管反应区中的催化裂化第二提升管的下部为常规提升管、上部为内径明显大于下部提升管的床层反应器。在本发明中，对于上部有扩径类型的提升管，则可将扩径部分作为上部反应区；对于上部为床层类型的提升管，则可将床层反应器区作为上部反应区。优选地，所述上部反应区的内径与所述下部反应区的内径之比为(1.0～10)：1。优选情况下，所述第一提升管反应区与所述加氢单元通过管线连接使得来自所述第一提升管反应区的至少部分催化裂化重循环油能够进入所述加氢单元中进行加氢反应，任选地以及来自所述第一提升管反应区的至少部分所述催化裂化轻循环油能够进入所述加氢单元进行加氢反应；任选地以及第二提升管反应区与所述加氢单元通过管线连接使得来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化重循环油能够进入所述加氢单元中进行加氢反应，任选地以及来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化轻循环油能够进入所述加氢单元中进行加氢反应。根据一种优选的具体实施方式，所述加氢单元中含有固定床加氢反应器、沸腾床加氢反应器和第二分离单元，来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化重循环油通过管线进入所述沸腾床加氢反应器中以及来自所述第二提升管反应区的至少部分催化裂化轻循环油通过管线进入所述固定床加氢反应器中。在本发明的所述系统中，优选所述第二提升管反应区的上部反应区和下部反应区的连接区域中设置有进料口。特别地，在本发明前述的加氢与催化裂化组合的工艺系统中，并不局限于仅含有两个提升管反应器的双提升管催化裂化设施，本发明的所述工艺系统中可以为含有两个以上的提升管反应器的多提升管催化裂化设施。本发明的双提升管催化裂化设施或多提升管催化裂化设施中的至少一个提升管反应器用来裂化重油，以及至少另一个提升管反应器用来裂化加氢循环油并进行汽油降烯烃反应。优选情况下，本发明的所述加氢与催化裂化组合的工艺系统中还含有再生单元，且所述第一提升管反应区和所述第二提升管反应区共用所述再生单元。本发明的所述加氢单元的装置可以为一套或一套以上，每套装置至少包括一个反应器和一个分馏系统，所述的分馏系统包括分馏塔和/或汽提塔。如果有多套加氢装置，可优选地将其中来自催化裂化第一提升管反应区的催化裂化轻循环油全部或部分进入一套加氢装置，来自第一提升管反应区的剩余的催化裂化轻循环油以及来自第二提升管反应区的全部催化裂化轻循环油、来自第二提升管反应区的全部催化裂化重循环油、来自第一提升管的全部催化裂化重循环油进入另外一套加氢装置。以下结合图1对本发明的加氢与催化裂化组合的工艺方法和加氢与催化裂化组合的工艺系统进行详细说明：来自管线1的催化裂化原料油与来自管线2的水蒸气以及来自管线8的再生催化剂一起进入催化裂化第一提升管3的下部，在催化裂化第一提升管3中在较低的催化裂化反应温度下进行第一催化裂化反应，反应后的物流进行气固分离并在第一汽提器4内进行催化剂汽提，分离出的催化剂汽提后通过管线5和管线6进入再生器7中进行再生。催化裂化第一提升管3中产生的油气通过管线9进入催化裂化第一分馏系统18，在此分离出第一干气19、第一液化气20、第一提升管催化裂化汽油21、第一提升管催化裂化轻循环油22、第一提升管催化裂化重循环油23和第一提升管催化裂化油浆24。第一提升管催化裂化油浆24任选地通过管线45进催化裂化第二提升管下部。第一提升管催化裂化轻循环油22可全部通过管线25出装置作为柴油产品，也可部分通过管线25出装置作为柴油产品、剩余部分通过管线26及管线47进加氢单元，也可全部通过管线26及管线47进加氢单元。第一提升管催化裂化重循环油23部分或全部通过管线27及管线47进加氢单元。进加氢单元的循环油除第一提升管催化裂化轻循环油和/或第一提升管催化裂化重循环油外还可以有第二提升管催化裂化轻循环油32、第二提升管催化裂化重循环油33。所述加氢单元包括加氢反应系统37和分离系统39。由加氢单元出来的加氢循环油通过管线40抽出后分两部分，其中一部分通过管线42与任选的来自催化裂化第一提升管催化裂化油浆24(通过管线45而来)及任选的来自第二提升管催化裂化油浆34(通过管线46而来)进催化裂化第二提升管12的下部反应区，和来自管线11的水蒸汽以及来自管线10的再生催化剂接触，并在较高反应温度下在催化裂化第二提升管12的下部反应区进行催化裂化反应。另一部分的加氢循环油通过管线43与通过管线44而来的汽油馏分进催化裂化第二提升管上部反应区13，在此与来自催化裂化第二提升管12下部上来的油气及催化剂接触，在较低的反应温度及较长停留时间下进行降烯烃反应(即为第三催化裂化反应)，反应后的物流进行气固分离并在第二汽提器14内进行催化剂汽提，分离后催化剂通过管线15和管线16输送至再生器7进行再生，产生的油气通过管线17进入第二提升管分离系统28分离出第二干气29、第二液化气30、第二提升管催化裂化汽油31、第二提升管催化裂化轻循环油32、第二提升管催化裂化重循环油33和第二提升管催化裂化油浆34。第二提升管催化裂化油浆34可任选地通过管线46进催化裂化第二提升管12的下部。部分或全部第二提升管催化裂化轻循环油32通过管线36进加氢反应系统37，部分或全部第二提升管催化裂化重循环油通过管线36进加氢反应系统37，加氢单元所需要的氢气来自管线35。加氢生成油通过管线38进入加氢单元的分离系统39，气体和轻烃组分走管线41，加氢循环油走管线40分两路通过管线42和管线43分别进入催化裂化第二提升管12的下部反应区和上部反应区(即为催化裂化第二提升管上部反应区13)。本发明提供的前述加氢与催化裂化组合的工艺方法和加氢与催化裂化组合的工艺系统相对于现有技术还具有如下具体的优点：(1)本发明在研究中发现，将加氢循环油中的一部分进催化裂化第二提升管下部反应区，剩余部分与高烯烃汽油混合后进催化裂化第二提升管上部反应区，能够通过使催化裂化催化剂在接触汽油之前首先进行部分积炭而降低裂化活性，从而使催化裂化催化剂到第二提升管上部反应区时氢转移活性和裂化反应活性比上升，因此能够降低催化裂化汽油本身的裂化损失，也能够在降催化裂化汽油烯烃含量的同时减少催化裂化汽油本身消耗；另一方面，由于高烯烃汽油和加氢循环油一起进行反应，降汽油烯烃所需的氢来自于供氢性能很强的加氢循环油，不需要汽油本身来供氢，因此减少了催化裂化汽油缩合结焦而造成的汽油损失。这两方面结合更有效地实现了在降低汽油烯烃的同时减少汽油本身损失，能够得到更高收率汽油。(2)在催化裂化第二提升管上部反应区注入催化裂化汽油及加氢循环油，在该反应区采用较常规催化裂化低30℃以上甚至50℃以上的低反应温度，采用远低于常规催化裂化反应温度甚至采用处于加氢反应温度区域的温度，在催化裂化装置上能够以加氢反应温度实现了汽油降烯烃。由于汽油本身的裂化和反应温度有密切关联，采用低的反应温度能够有效减少催化裂化汽油的裂化副反应的发生。(3)加氢循环油比传统的催化裂化原料如蜡油或加氢渣油裂化难度大。加氢循环油在催化裂化第二提升管下部进料，能给充分利用提升管下部的高温进行更有效的裂化，多产轻质油品，而且能够在催化裂化催化剂上产生一定程度的结焦，结焦后的催化剂裂化性能显著降低，从而提高氢转移/裂化反应活性之比，更有利于中上部进行汽油的氢转移反应并且减少汽油裂化。(4)催化裂化第二提升管上部反应区平均反应温度大幅度低于催化裂化第二提升管下部反应区平均反应温度，能够保证难裂化的加氢循环油在高苛刻度下进行裂化，而催化裂化汽油在低反应温度下也可以利用供氢剂对汽油供氢来降烯烃从而减少汽油裂化带来的损失，通过两个反应区显著差异的反应温度实现加氢循环油的裂化及汽油降烯烃两个反应均达到优化。(5)催化裂化循环油为催化裂化副产品，因其所含大量的多环芳烃难以裂化却易于生焦，如果不加氢就在催化裂化装置中回炼，则会增加焦炭收率而其本身带来的轻油收率却不高。催化裂化循环油如果外甩则只能作为低价值的燃料油。催化裂化循环油加氢后，芳烃得以饱和，并可提高氢含量，再进催化裂化加工可提高轻油收率。(6)高烯烃汽油与加氢循环油均在催化裂化第二提升管上部反应区进入，可利用加氢回炼油具有高氢转移反应的特点利用加氢循环油中的氢降低催化裂化汽油中的烯烃，将高烯烃汽油转化为低烯烃汽油。并且催化裂化汽油接触的催化裂化催化剂已经是带焦的催化剂而不是新催化剂，能够降低催化裂化汽油的裂化发生可能性。(7)重油在催化裂化第一提升管中以较低反应温度进行催化裂化，可减少催化裂化焦炭和干气产率，提高液体产品收率；而所得另外的副产品催化裂化重循环油可去加氢后再到催化裂化第二提升管中进行裂化，生产更多轻质油品，因此本发明具有比现有技术的催化裂化装置更高轻质产品收率。(8)催化裂化轻循环油馏程范围在柴油馏分段，一般作为柴油产品，在本发明中催化裂化轻循环油可部分或全部进行加氢后再回催化裂化第二提升管进行裂化，可少产催化柴油多产汽油，并且催化柴油和汽油的比例可灵活调节。在不需要催化裂化柴油时甚至通过轻重循环油全部加氢后再全部回催化裂化装置裂化而最大化生产汽油不产催化裂化柴油。综上，采用本发明所述的方法能够达到多重效果，显著提高装置经济效益。以下将通过实施例对本发明进行详细描述。实施例和对比例中采用固定床加氢反应器，且加氢反应中试验所用的加氢保护剂和加氢精制催化剂的商品牌号分别为rg-30a、rn-32v，均由中国石化催化剂长岭分公司生产，二者依次装填且装填体积比为10：90。实施例和对比例中催化裂化试验在双提升管中型反应器中试装置上进行，所使用的催化裂化催化剂商品牌号为mlc-500，由中国石化催化剂齐鲁分公司生产。以下表2中的催化裂化油浆即为外甩油浆，均为第二提升管催化裂化油浆。实施例1以渣油加氢尾油a为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。渣油加氢尾油a进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为480℃，剂油重量比为6，在第一提升管中的停留时间为1.5秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。第一提升管催化裂化轻循环油全部作为柴油产品。全部第一提升管催化裂化重循环油以及来自催化裂化装置第二提升管的全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油进加氢反应器，加氢反应条件为：反应温度380℃，氢分压10.0mpa，体积空速1.0h-1，标准状态氢油体积比900。加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的70重量％的加氢循环油与全部第一提升管催化裂化油浆一起从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二催化裂化反应的条件为：反应温度为540℃，剂油重量比为20，在催化裂化第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒；加氢循环油的剩余30重量％与全部第一提升管催化裂化汽油进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应(即为第三催化裂化反应，下同)，第三催化裂化反应的条件为：反应温度为449℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区的重时空速为4h-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化重循环油在与第一提升管催化裂化重循环油混合后进加氢反应系统中进行加氢反应。整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。对比例1原料与装置同实施例1。第一提升管以及加氢反应系统的进料和反应条件也同实施例1。第二提升管同实施例1，但进料方式不同，具体为：全部加氢循环油和全部第一提升管催化裂化汽油、全部第一提升管催化裂化油浆以及水蒸汽从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管并在反应温度为495℃下进行反应，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为4h-1。第二提升管反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化重循环油在和全部第一提升管催化裂化重循环油混合后进加氢反应系统。整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。对比例2原料与装置同实施例1。第一提升管以及加氢反应系统的进料和反应条件也同实施例1。第二提升管同实施例1，但进料方式不同，具体为：全部所得的加氢循环油和全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管的下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应器区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.5秒；全部第一提升管催化裂化汽油进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管的下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区的反应温度为449℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为4h-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化重循环油和全部第一提升管催化裂化重循环油进上述加氢反应系统。整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。实施例2以石蜡基渣油b为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。石蜡基渣油b进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为470℃，剂油重量比为7，在第一提升管中的停留时间为1.8秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。全部第一提升管催化裂化轻循环油、全部第一提升管催化裂化重循环油以及来自第二提升管的全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油进加氢反应器，加氢反应条件为：反应温度370℃，氢分压6.0mpa，体积空速0.5h-1，标准状态氢油体积比600。加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的80重量％的加氢循环油与全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在第二提升管下部反应区的停留时间为1.3秒；加氢循环油中的剩余20重量％与全部第一提升管催化裂化汽油混合后进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区反应温度为430℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为3h-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化重循环油和全部第一提升管催化裂化轻循环油及全部第一提升管催化裂化重循环油进加氢反应系统。整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2。实施例3以石蜡基渣油b为原料，性质见表1。采用图1所示的工艺流程进行。石蜡基渣油b进双提升管中型催化裂化试验装置的第一提升管，和水蒸气及再生器来的催化剂接触进行第一催化裂化反应，第一催化裂化反应的条件为：反应温度为490℃，剂油重量比为6，在第一提升管中的停留时间为1.5秒。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第一提升管催化裂化汽油、第一提升管催化裂化轻循环油、第一提升管催化裂化重循环油和第一提升管催化裂化油浆。50重量％的第一提升管催化裂化轻循环油、全部第一提升管催化裂化重循环油以及来自第二提升管的全部第二提升管催化裂化轻循环油和全部第二提升管催化裂化重循环油进加氢反应器，加氢反应条件为：反应温度380℃，氢分压13.0mpa，体积空速1.4h-1，标准状态氢油体积比1200。加氢生成油经汽提出酸性气体后得到加氢循环油。所得的加氢循环油分为两部分，其中的75重量％的加氢循环油与全部第一提升管催化裂化油浆从第二提升管的下部进入催化裂化第二提升管下部反应区，与水蒸气和从再生器来的催化剂接触进行第二催化裂化反应，第二提升管下部反应区的反应温度为540℃，剂油重量比为20，在提升管下部反应区的停留时间为1.0秒；加氢循环油中的剩余25重量％与全部第一提升管催化裂化汽油混合后进入催化裂化第二提升管的上部反应区，与从第二提升管的下部上行而来的油气及催化剂接触进行降烯烃反应，上部反应区反应温度为465℃，以进入第二提升管的全部进料计在第二提升管上部反应区重时空速为5h-1。反应后的油气进行分离，分离出干气、液化气、第二提升管催化裂化汽油、第二提升管催化裂化轻循环油、第二提升管催化裂化重循环油和第二提升管催化裂化油浆。全部第二提升管催化裂化轻循环油、全部第二提升管催化裂化重循环油、50重量％的第一提升管催化裂化轻循环油和全部第一提升管催化裂化重循环油进加氢反应系统。整体产物分布见表2，第二提升管催化裂化汽油中烯烃含量见表2，第一提升管催化裂化轻循环油密度和十六烷值见表2。表1项目名称渣油加氢尾油a石蜡基渣油b密度(20℃)/(g/cm3)0.94820.8950残炭值/重量％6.545.35元素质量分数/％碳/％87.1686.34氢/％11.6213.10硫/％0.680.32氮/％0.210.24ni6.018.3v5.90.3表2从实施例1和对比例1的对比可以看出，本发明提供的方法比对比例1的方法轻油收率更高，焦炭产率更低，且汽油烯烃均可降至体积含量15％以下。从实施例1和对比例2的对比可以看出，本发明提供的方法与对比例2的轻油收率类似，但降汽油烯烃的效果远好于对比例2，且产物中价值最高的汽油的收率高于对比例2。本发明实施例2描述了最大量生产低烯烃汽油的方法及结果，可以看出本发明提供的方法可最大量生产低烯烃汽油，不产催化裂化柴油。本发明实施例3描述了同时生产低烯烃汽油以及少量具有较高十六烷值催化裂化柴油的方法及结果。对于残炭含量在5重量％以上的重油原料，采用常规重油催化裂化时高价值产品(汽油+柴油+液化气)收率一般为82％左右。而本发明提供的方法不仅具有显著高于常规催化裂化的高价值产品收率，而且可生产低烯烃汽油和较高十六烷值催化裂化柴油，同时可灵活调整柴汽比，甚至不产柴油多产高价值汽油。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。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，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。当前第1页12