一种催化裂化的方法和系统与流程

本发明涉及一种催化裂化的方法和系统。
背景技术：
：随着原油重质化发展和市场对轻质油品需求的快速增长，在中国，用于重油轻质化的催化裂化技术得到快速发展。然而，必须面对的一个事实是催化裂化柴油(或称轻循环油)的质量却一直相对较差，密度大，芳烃含量高，十六烷值低，即使通过柴油加氢改质技术也难以达到日益严格的柴油规格。如何处理催化裂化轻循环油是一个日益严峻的问题。同时存在的另一个问题是国内成品汽油长期短缺，而催化裂化汽油占成品汽油的80％。因此，如何通过催化裂化工艺来实现重质原料最大化生产高辛烷值汽油而不生产轻循环油可能是解决上述问题的新途径。美国专利us4585545批露了一种将催化裂化轻循环油全馏分先进行加氢处理，得到的加氢柴油再去催化裂化生产富含单环芳烃汽油的催化转化方法。中国专利申请cn14232327a公开了一种催化裂化循环油改质的方法，是将以重质油为原料的第一催化裂化装置生产的轻循环油进行深度加氢，得到的加氢循环油再进行第二催化裂化装置。在该方法的基础上，中国专利申请公开cn423689a强调第二催化裂化装置中的催化剂要求含50-95％的择形沸石和约5-50％的孔径大于或等于约0.7nm的大孔沸石，以选择性地提高轻烯烃产率。中国专利申请cn1466619a公开了一种催化裂化轻循环油的转化方法，是将催化裂化提升管反应器划分为上、下游两个反应区，其中重质油注入下游区，其催化裂化产物轻循环油经加氢处理后得到的加氢循环油注入上游区。在该方法的基础上，中国专利申请公开cn1425054a所公开方法中上游区的进料除了加氢循环油外，还增加了石脑油。但是该方法中不仅氢耗高，而且加氢循环油在上游区反应会严重影响下游的重质油的转化。本领域中仍然需要一种能够减少轻循环油产量、提高催化裂化汽油产量，并同时提高其辛烷值的方法。技术实现要素：本发明的目的是提供一种催化裂化的方法和系统，本发明的方法和系统能够多产高辛烷值汽油。为了实现上述目的，本发明提供一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将重质原料在第一催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；b、将所得第一反应产物送入产物分离装置进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；c、将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分；其中，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内；d、将所得重馏分引入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重馏分；e、将所得加氢重馏分和轻馏分在第二催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；其中，步骤a中所述催化裂化反应和步骤e中所述催化裂化反应在第一提升管反应器中进行，且所述重质原料和加氢重馏分分别从由下至上间隔设置的第一喷嘴和第二喷嘴喷入第一提升管反应器中并由下至上进行反应，所述轻馏分从第三喷嘴喷入所述第一提升管反应器中，所述第一催化裂化催化剂的引入位置在第一提升管反应器的底部，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第二催化裂化催化剂的引入位置位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间；或者步骤a中所述催化裂化反应和步骤e中所述催化裂化反应分别在第二提升管反应器和第三提升管反应器中进行，且第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于第二提升管反应器的中上部，所述第二反应产物和第二待生催化剂从第三提升管反应器顶部开口送入第二提升管反应器中上部并与第一反应产物和第一待生催化剂一起从第二提升管反应器顶部开口送出。可选的，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第三喷嘴位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间，所述第二催化裂化催化剂的引入位置位于所述第一喷嘴和第三喷嘴之间；所述加氢重馏分从第四喷嘴喷入第三提升管反应器中，所述轻馏分从第五喷嘴喷入第三提升管反应器中，沿着第三提升管反应器的高度方向，所述第四喷嘴位于所述第五喷嘴的上方。可选的，所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间为0.05-3秒；所述第一喷嘴和第三喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间为0.01-2秒；所述第四喷嘴和第五喷嘴之间的第二提升管反应器中，反应油气的停留时间为0.01-2秒。可选的，第一提升管反应器中，单位时间内，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的循环重量比为1：(0.02-1)，轻馏分的循环重量比为0.01-1，重馏分的循环重量比为0.01-1；第二提升管反应器和第三提升管反应器中，轻馏分的循环重量比为0.01-1，重馏分的循环重量比为0.01-1。可选的，所述第一提升管反应器的反应条件包括：反应温度为520-650℃，绝对压力为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与重质原料的重量比为1-50，重质原料的油气停留时间为1-10秒，水蒸汽与重质原料的重量比为0.01-0.5；第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例为5-100，水蒸汽重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例0.01-0.3，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的微反活性均不低于60；所述第二提升管反应器的反应条件包括：反应温度为450-550℃，第一催化裂化催化剂与重质原料的重量比为4-8，油气停留时间为2-10秒，绝对压力为0.15-0.4兆帕，水蒸汽与重质原料的重量比为0.02-0.08，第一催化裂化催化剂的微反活性不低于60；所述第三提升管反应器的反应条件包括：反应温度为520-650℃，绝对压力为0.15-0.4兆帕，第二催化裂化催化剂重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例为5-100，加氢重馏分油气停留时间为1-10秒，水蒸汽重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例0.01-0.3，第二催化裂化催化剂的微反活性不低于60。可选的，所述第一提升管反应器、第二提升管反应器和第三提升管反应器各自为等径提升管反应器或变径提升管反应器。可选的，所述第二提升管反应器由下至上同轴设置有第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径大于第一反应段，所述第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于所述第二反应段。可选的，所述重质原料选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油和常压渣油中的一种或多种。可选的，所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂各自包括10-50重量％沸石、5-90重量％无机氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石选自含或不含稀土的y型沸石、hy型沸石、usy型沸石和beta沸石中的一种或多种，所述无机氧化物选自二氧化硅和/或三氧化铝，所述粘土选自高岭土和/或多水高岭土。可选的，所述加氢处理催化剂包括活性金属组分和载体，所述活性金属组分为第vib族金属和/或第viii族非贵金属，所述载体为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。可选的，所述活性金属组分为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼。可选的，所述加氢处理的条件包括：氢分压5.0-22.0兆帕，反应温度330-450℃，体积空速0.1-10.0小时-1，氢油体积比100-2000nm3/m3。可选的，所述加氢重馏分中双环芳烃含量不大于20重％，氢含量不小于10重％。本发明还提供一种催化裂化的系统，所述系统包括反应单元、再生器、加氢反应器、沉降器和产物分离装置；所述产物分离装置设置有原料入口、催化裂化汽油出口、轻馏分出口和重馏分出口，所述加氢反应器设置有原料入口和加氢重馏分出口，所述产物分离装置的重馏分出口与所述加氢反应器的原料入口连通；其中，所述反应单元包括第一提升管反应器，所述第一提升管反应器设置有位于底部的第一催化裂化催化剂入口、位于中部的第二催化裂化催化剂入口、用于送入重质原料的第一喷嘴、用于送入加氢重馏分的第二喷嘴、用于送入轻馏分的第三喷嘴、以及送出油剂的顶部开口，所述第一喷嘴位于第二喷嘴上方，所述第二喷嘴与所述加氢反应器的加氢重馏分出口连通，所述第三喷嘴与所述产物分离装置的轻馏分出口连通，所述第一提升管反应器的顶部开口与所述沉降器连通，所述沉降器的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述沉降器的油气出口与所述产物分离装置的原料入口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第一提升管反应器的第一催化裂化催化剂入口和第二催化裂化催化剂入口连通；或者所述反应单元包括第二提升管反应器和第三提升管反应器，所述第二提升管反应器设置有下部的重质原料入口、底部的催化裂化催化剂入口和送出油剂的顶部开口，所述第二提升管反应器设置有用于送入加氢重馏分的第四喷嘴、用于送入轻馏分的第五喷嘴、底部的催化裂化催化剂入口和顶部的产物出口，所述第四喷嘴与所述加氢反应器的加氢重馏分出口连通，所述第五喷嘴与所述产物分离装置的轻馏分出口连通，所述第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于第二提升管反应器的中上部，所述第二提升管反应器的顶部开口与所述沉降器连通，所述沉降器的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述沉降器的油气出口与所述产物分离装置的原料入口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第二提升管反应器和第三提升管反应器的催化裂化催化剂入口连通。可选的，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第三喷嘴位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间，所述第二催化裂化催化剂入口位于所述第一喷嘴和第三喷嘴之间；沿着第三提升管反应器的高度方向，所述第四喷嘴位于所述第五喷嘴的上方。可选的，所述第一提升管反应器、第二提升管反应器和第三提升管反应器各自为等径提升管反应器或变径提升管反应器。可选的，所述第二提升管反应器由下至上同轴设置有第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径大于第一反应段，所述第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于所述第二反应段。与现有技术的方法相比，本发明方法和系统能够实现一个或多个以下的优点：1、彻底实现不产生轻循环油。2、通过在同一提升管反应器的不同高度位置进料、并补充催化裂化催化剂来分别加工重质原料、加氢重馏分和轻馏分，有助于分别优化三种原料的操作条件，实现三者的最大化转化，从而更多地生产高辛烷值的催化裂化汽油。进一步地，通过将加氢重馏分和轻馏分在重质原料的下游进料，可以有效缩短反应时间，进一步提高高辛烷值汽油的收率。3、通过采用第二、第三提升管反应器分别加工重质原料、加氢重馏分和轻馏分，可以在第二、第三提升管反应器中采用不同的操作参数，最大限度地优化满足加氢重馏分和轻馏分催化裂化所需的苛刻条件，同时第三提升管反应器顶部出口通过水平管连通第二提升管反应器的中上部，可以缩短加氢重馏分和轻馏分的反应时间，更多地生产高辛烷值的催化裂化汽油；同时简化装置构造，降低设备成本。本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。在附图中：图1包括本发明方法一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统一种具体实施方式的结构示意图。图2包括本发明方法另一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统另一种具体实施方式的结构示意图。附图标记说明201重馏分管线202氢气管线203加氢反应器204加氢重馏分管线205重质原料管线206第二喷嘴207第三喷嘴208第一喷嘴209第二再生斜管210第二再生滑阀211第一再生斜管212第一再生滑阀213沉降器214再生器215产物管线216油气管线217主分馏塔218轻循环油分馏塔219轻馏分管线220再循环管线221第一提升管反应器401第二提升管反应器402轻循环油分馏塔403主分馏塔404第三提升管反应器405再生器406沉降器407第六喷嘴408第四喷嘴409第二再生斜管410第一再生斜管411轻循环油管线412加氢重馏分管线413重馏分管线414油气管线415油浆管线416氢气管线417产物管线418轻馏分管线419第五喷嘴420加氢反应器i第一反应段ii第二反应段具体实施方式以下对本发明的具体实施方式进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。本发明第一方面提供一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将重质原料在第一催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；b、将所得第一反应产物送入产物分离装置进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；c、将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分；其中，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内；d、将所得重馏分引入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重馏分；e、将所得加氢重馏分和轻馏分在第二催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；其中，步骤a中所述催化裂化反应和步骤e中所述催化裂化反应在第一提升管反应器中进行，且所述重质原料和加氢重馏分分别从由下至上间隔设置的第一喷嘴和第二喷嘴喷入第一提升管反应器中并由下至上进行反应，所述轻馏分从第三喷嘴喷入所述第一提升管反应器中，所述第一催化裂化催化剂的引入位置在第一提升管反应器的底部，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第二催化裂化催化剂的引入位置位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间。根据本发明的第一方面，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内是指切割点为240-260℃之间的任一点值，例如为240℃、245℃、250℃或260℃等。根据本发明的第一方面，所述方法具体可以包括：将重质原料从第一喷嘴喷入第一提升管反应器并在第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的存在下进行催化裂化反应，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送入产物分离装置进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分；其中，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内；将所得重馏分引入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重馏分；将所得加氢重馏分和轻馏分分别从第二喷嘴和第三喷嘴喷入第一提升管反应器中并由下至上进行催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；第一喷嘴和第二喷嘴在第一提升管反应器由下至上间隔设置，所述第一催化裂化催化剂的引入位置在第一提升管反应器的底部，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第二催化裂化催化剂的引入位置位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间。根据本发明的第一方面，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第三喷嘴可以位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间，所述第二催化裂化催化剂的引入位置可以位于所述第一喷嘴和第三喷嘴之间。根据本发明的第一方面，所述第一喷嘴和第二喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间可以为0.05-3秒，优选为0.1-1秒；所述第一喷嘴和第三喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间可以为0.01-2秒。根据本发明的第一方面，在第一提升管反应器中部补充第二催化裂化催化剂以强化加氢重馏分和轻馏分的转化，第一催化裂化催化剂从提升管反应器常规的催化剂入口进入提升管反应器中，第二催化裂化催化剂从提升管反应器中部的补剂入口送入。第一提升管反应器中，单位时间内，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的循环重量比可以为1：(0.02-1)，优选为1：(0.03-0.5)，轻馏分的循环重量比可以为0.01-1，重馏分的循环重量比可以为0.01-1；根据本发明的第一方面，提升管反应器的反应条件是本领域技术人员所熟知的，具体到本发明而言，所述第一提升管反应器的反应条件可以包括：反应温度为520-650℃，优选550-590℃，绝对压力为0.15-0.4兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与重质原料的重量比为1-50，优选3-30，重质原料的油气停留时间为1-10秒，优选2-8秒，水蒸汽与重质原料的重量比为0.01-0.5，优选0.02-0.2；第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例为5-100，优选8-50，水蒸汽重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例0.01-0.3，优选0.02-0.1，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的微反活性均不低于60，优选不低于62。根据本发明的第一方面，所述第一提升管反应器可以为等径提升管反应器或变径提升管反应器。本发明第二方面提供一种催化裂化的方法，该方法包括：a、将重质原料在第一催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第一反应产物和第一待生催化剂；b、将所得第一反应产物送入产物分离装置进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；c、将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分；其中，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内；d、将所得重馏分引入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重馏分；e、将所得加氢重馏分和轻馏分在第二催化裂化催化剂存在下进行催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；步骤a中所述催化裂化反应和步骤e中所述催化裂化反应分别在第二提升管反应器和第三提升管反应器中进行，且第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于第二提升管反应器的中上部，所述第二反应产物和第二待生催化剂从第三提升管反应器顶部开口送入第二提升管反应器中上部并与第一反应产物和第一待生催化剂一起从第二提升管反应器顶部开口送出。根据本发明的第二方面，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内是指切割点为240-260℃之间的任一点值，例如为240℃、245℃、250℃或260℃等。根据本发明的第二方面，所述方法具体可以包括：将重质原料引入第二提升管反应器与第一催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，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送入产物分离装置进行分离，至少得到催化裂化汽油和催化裂化轻循环油；将催化裂化轻循环油进行切割，得到轻馏分和重馏分；其中，所述轻馏分和重馏分的切割点在240-260℃的范围内；将所得重馏分引入加氢反应器中与加氢处理催化剂接触并进行加氢处理，得到加氢重馏分；将所得加氢重馏分和轻馏分引入第三提升管反应器中与第二催化裂化催化剂接触并进行催化裂化反应，得到第二反应产物和第二待生催化剂；第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于第二提升管反应器的中上部，所述第二反应产物和第二待生催化剂从第三提升管反应器顶部开口送入第二提升管反应器中上部并与第一反应产物和第一待生催化剂一起从第二提升管反应器顶部开口送出。根据本发明的第二方面，所述加氢重馏分从第四喷嘴喷入第三提升管反应器中，所述轻馏分从第五喷嘴喷入第三提升管反应器中，沿着第三提升管反应器的高度方向，所述第四喷嘴可以位于所述第五喷嘴的上方，从而有利于轻馏分的转化。第二提升管反应器和第三提升管反应器中，轻馏分的循环重量比可以为0.01-1，重馏分的循环重量比可以为0.01-1。所述第四喷嘴和第五喷嘴之间的第二提升管反应器中，反应油气的停留时间可以为0.01-2秒。根据本发明的第二方面，提升管反应器的反应条件是本领域技术人员所熟知的，具体到本发明而言，所述第二提升管反应器的反应条件可以包括：反应温度为450-550℃，第一催化裂化催化剂与重质原料的重量比为4-8，油气停留时间为2-10秒，绝对压力为0.15-0.4兆帕，水蒸汽与重质原料的重量比为0.02-0.08，第一催化裂化催化剂的微反活性不低于60，优选不低于62；所述第三提升管反应器的反应条件可以包括：反应温度为520-650℃，优选为550-590℃，绝对压力为0.15-0.4兆帕，第二催化裂化催化剂重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例为5-100，优选为8-50，加氢重馏分油气停留时间为1-10秒，优选为2-8秒，水蒸汽重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例0.01-0.3，优选为0.02-0.2，第二催化裂化催化剂的微反活性不低于60，优选不低于62。根据本发明的第二方面，所述第二提升管反应器和第三提升管反应器可以各自为等径提升管反应器或变径提升管反应器。所述第二提升管反应器由下至上可以同轴设置有第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径可以大于第一反应段，所述第三提升管反应器的顶部开口可以通过水平管连通于所述第二反应段。若第二提升管反应器的高度为h，则第二提升管反应器的中上部一般是指提升管反应器1/3h以上高度，优选为1/3h以上高度4/5以下高度。根据本发明的第一方面和第二方面，重油原料是本领域技术人员所熟知的，例如，所述重质原料可以为选自直馏蜡油、焦化蜡油、脱沥青油、加氢精制油、加氢裂化尾油、减压渣油和常压渣油中的至少一种，本领域技术人员也可以处理其他重质原料。还可以将外产催化裂化轻循环油进行加氢后作为所述加氢轻循环油送入提升管反应器中进行反应，从而提高原料来源，多产高辛烷值汽油。根据本发明的第一方面和第二方面，催化裂化催化剂是本领域技术人员所熟知的，例如所述第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂可以各自包括10-50重量％沸石、5-90重量％无机氧化物和0-70重量％的粘土，所述沸石可以选自含或不含稀土的y型沸石、hy型沸石、usy型沸石和beta沸石中的一种或多种，所述无机氧化物可以选自二氧化硅和/或三氧化铝，所述粘土可以选自高岭土和/或多水高岭土。根据本发明的第一方面和第二方面，加氢处理是本领域技术人员所熟知的，例如，所述加氢处理催化剂可以包括活性金属组分和载体，优选包括30重量％的活性金属组分和70重量％的载体。所述活性金属组分可以为第vib族金属和/或第viii族非贵金属，优选为镍-钨、镍-钨-钴、镍-钼或钴-钼，所述载体可以为选自氧化铝、二氧化硅和无定型硅铝中的至少一种。所述加氢处理的条件可以包括：氢分压5.0-22.0兆帕，优选8.0-15.0兆帕，反应温度330-450℃，优选340-380℃，体积空速0.1-10.0小时-1，优选为0.1-3.0小时-1，氢油体积比100-2000nm3/m3，优选为350-2000nm3/m3。所述加氢重馏分中双环芳烃含量可以不大于20重％，更优选不大于8重量％，氢含量可以不小于10重量％，优选不小于11重量％，更优选不小于14重量％，加氢馏分油的初馏点可以大于165℃，优选大于170℃，或者初馏点可以大于250℃，优选大于260℃。本发明第三方面还提供一种催化裂化的系统，所述系统包括反应单元、再生器、加氢反应器、沉降器和产物分离装置；所述产物分离装置设置有原料入口、催化裂化汽油出口、轻馏分出口和重馏分出口，所述加氢反应器设置有原料入口和加氢重馏分出口，所述产物分离装置的重馏分出口与所述加氢反应器的原料入口连通；其中，所述反应单元包括第一提升管反应器，所述第一提升管反应器设置有位于底部的第一催化裂化催化剂入口、位于中部的第二催化裂化催化剂入口、用于送入重质原料的第一喷嘴、用于送入加氢重馏分的第二喷嘴、用于送入轻馏分的第三喷嘴、以及送出油剂的顶部开口，所述第一喷嘴位于第二喷嘴上方，所述第二喷嘴与所述加氢反应器的加氢重馏分出口连通，所述第三喷嘴与所述产物分离装置的轻馏分出口连通，所述第一提升管反应器的顶部开口与所述沉降器连通，所述沉降器的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述沉降器的油气出口与所述产物分离装置的原料入口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第一提升管反应器的第一催化裂化催化剂入口和第二催化裂化催化剂入口连通。根据本发明的第三方面，沿着所述第一提升管反应器的高度方向，所述第三喷嘴可以位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间，所述第二催化裂化催化剂入口可以位于所述第一喷嘴和第三喷嘴之间。根据本发明的第三方面，所述第一提升管反应器可以为等径提升管反应器或变径提升管反应器。本发明第四方面还提供一种催化裂化的系统，所述系统包括反应单元、再生器、加氢反应器、沉降器和产物分离装置；所述产物分离装置设置有原料入口、催化裂化汽油出口、轻馏分出口和重馏分出口，所述加氢反应器设置有原料入口和加氢重馏分出口，所述产物分离装置的重馏分出口与所述加氢反应器的原料入口连通；其中，所述反应单元包括第一提升管反应器，所述第一提升管反应器设置有位于底部的第一催化裂化催化剂入口、位于中部的第二催化裂化催化剂入口、用于送入重质原料的第一喷嘴、用于送入加氢重馏分的第二喷嘴、用于送入轻馏分的第三喷嘴、以及送出油剂的顶部开口，所述第一喷嘴位于第二喷嘴上方，所述第二喷嘴与所述加氢反应器的加氢重馏分出口连通，所述第三喷嘴与所述产物分离装置的轻馏分出口连通，所述第一提升管反应器的顶部开口与所述沉降器连通，所述沉降器的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述沉降器的油气出口与所述产物分离装置连通，所述再生器的催化剂出口与所述第一提升管反应器的第一催化裂化催化剂入口和第二催化裂化催化剂入口连通；所述反应单元包括第二提升管反应器和第三提升管反应器，所述第二提升管反应器设置有下部的重质原料入口、底部的催化裂化催化剂入口和送出油剂的顶部开口，所述第二提升管反应器设置有用于送入加氢重馏分的第四喷嘴、用于送入轻馏分的第五喷嘴、底部的催化裂化催化剂入口和顶部的产物出口，所述第四喷嘴与所述加氢反应器的加氢重馏分出口连通，所述第五喷嘴与所述产物分离装置的轻馏分出口连通，所述第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于第二提升管反应器的中上部，所述第二提升管反应器的顶部开口与所述沉降器连通，所述沉降器的催化剂出口与所述再生器的催化剂入口连通，所述沉降器的油气出口与所述产物分离装置的原料入口连通，所述再生器的催化剂出口与所述第二提升管反应器和第三提升管反应器的催化裂化催化剂入口连通。根据本发明的第四方面，沿着第三提升管反应器的高度方向，所述第四喷嘴可以位于所述第五喷嘴的上方。根据本发明的第四方面，所述第二提升管反应器和第三提升管反应器可以各自为等径提升管反应器或变径提升管反应器。根据本发明的第四方面，所述第二提升管反应器由下至上同轴可以设置有第一反应段和第二反应段，所述第二反应段的内径可以大于第一反应段，所述第三提升管反应器的顶部开口可以通过水平管连通于所述第二反应段。根据本发明的第三方面和第四方面，所述产物分离装置是本领域技术人员所熟知的，例如可以为分馏塔，本发明优选包括主分馏塔和轻循环油分馏塔，主分馏塔分离出轻循环油和催化裂化汽油，轻循环油再进入轻循环油分馏塔进一步分离得到轻馏分和重馏分。下面结合附图通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。根据本发明的第一方面和第三方面，如图1所示，重质原料经重质原料管线205通过第一喷嘴208进入第一提升管反应器221下部，催化裂化轻循环油所切割的重馏分经重馏分管线201进入加氢反应器203，氢气经氢气管线202引入加氢反应器203。加氢所得加氢重馏分经加氢重馏分管线204通过第二喷嘴206进入第一提升管反应器221中，催化裂化轻循环油切割的轻馏分经轻馏分管线219通过第三喷嘴207进入第一提升管反应器221中。来自再生器214的一部分再生催化剂经第一再生斜管211由第一再生滑阀212控制经由注入第一提升管反应器221的底部作为第一催化裂化催化剂，在预提升介质的作用下上行，进入重质原料反应区，在该反应区内与经第一喷嘴208喷入的重质原料接触、反应和上行；随后反应油气和催化剂的混合物进入循环油反应区，在该反应区内与经第二喷嘴206进给的加氢重馏分和经第三喷嘴207进给的轻馏分接触、反应和上行。来自再生器214的另一部分再生催化剂经第二再生斜管209由第二再生滑阀210控制经由位于第一喷嘴208和第二喷嘴206之间的注入第一提升管反应器221作为第二催化裂化催化剂，以强化加氢循环油反应区内加氢重馏分和轻馏分的裂化反应。沿第一提升管反应器221的高度方向，第二喷嘴206、第三喷嘴207和第一喷嘴208按上-中-下的相对位置关系设置。自第一提升管反应器221顶部排出的催化裂化反应产物和待生催化剂进入沉降器213进行反应产物和催化剂的分离，分离后的待生催化剂进入再生器214再生并循环。而分离后的反应产物经过产物管线215进入主分馏塔217，从主分馏塔217出来的油浆经油浆管线作为产品排出装置；从主分馏塔217出来的油气经油气管线216进入后续的吸收稳定系统(图中未绘出)，得到干气、液化气和高辛烷值汽油；而主分馏塔217引出的催化裂化轻循环油在轻循环油分馏塔218中切割得到轻馏分和重馏分，重馏分经再循环管线220和重馏分管线201进入加氢反应器203循环，轻馏分经轻馏分管线219通过第三喷嘴207进入第一提升管反应器221中。根据本发明的第二方面和第四方面，如图2所示，重质原料通过第六喷嘴407进入第二提升管反应器401的第一反应段i中，催化裂化轻循环油切割的重馏分经重馏分管线413进入加氢反应器420，氢气经氢气管线416引入加氢反应器420。加氢后的加氢重馏分经加氢重馏分管线412通过第四喷嘴408进入第三提升管反应器404中，轻馏分经轻馏分管线418通过第五喷嘴419进入第三提升管反应器404中。来自再生器405的一部分再生催化剂经第一再生斜管410注入第二提升管反应器401的底部作为第一催化裂化催化剂，在预提升介质的作用下上行，与经第六喷嘴407喷入的重质原料接触、反应和上行。来自再生器305的另一部分再生催化剂经第二再生斜管409注入第三提升管反应器404的底部作为第二催化裂化催化剂，在预提升介质的作用下上行，与经第四喷嘴408进给的加氢重馏分和经第五喷嘴419进给的轻馏分接触、反应和上行，所得的反应物料自第三提升管反应器404顶部出口通过水平管送入第二提升管反应器401中上部的第二反应段ii中，与其中的物料汇合。沿第三提升管反应器404的高度方向，第四喷嘴408和第五喷嘴419按上-下的相对位置关系设置。自第二提升管反应器401顶部排出的催化裂化反应产物和待生催化剂进入沉降器406进行反应产物和催化剂的分离，分离后的待生催化剂进入再生器405再生并循环。而分离后的反应产物经过产物管线417进入分馏塔403，从分馏塔403出来的油浆经油浆管线415作为产品排出装置；从分馏塔403出来的油气经油气管线414进入后续的吸收稳定系统(图中未绘出)，得到干气、液化气和高辛烷值汽油；而主分馏塔403引出的催化裂化轻循环油经轻循环油管线411送到轻循环油分馏塔402，在其中切割得到轻馏分和重馏分，催化裂化轻循环油重馏分经重馏分管线413进入加氢反应器420循环，催化裂化轻循环油轻馏分经轻馏分管线418通过第五喷嘴419进入第三提升管反应器404中。下面将通过实施例来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而受到任何限制。以下实施例和对比例中，加氢反应器内装填的加氢处理催化剂的商业牌号为rn-32v，保护剂的商业牌号为rg-1，均由中国石化催化剂分公司生产。加氢处理催化剂和保护剂的装填体积比例为95：5。提升管反应器内使用的催化裂化催化剂的商业牌号为hac，由中国石化催化剂分公司生产，其物化性质见表1。所用重质原料为90重量％直馏蜡油与10重量％减压渣油的混合原料，其性质列于表2。轻循环油循环重量比＝回炼的轻循环油的重量/重质原料的重量；轻馏分的循环重量比＝回炼的轻馏分的重量/重质原料的重量；重馏分的循环重量比＝加氢回炼的重馏分的重量/重质原料的重量；氢耗＝加氢反应器的新鲜氢气消耗量/加氢反应器的新鲜原料重量。所得汽油产品的研究法辛烷值(ron)采用gb/t5487-2015方法进行测定，马达法辛烷值(mon)采用gb/t503-2016方法进行测定。再生催化剂的微反活性(mat)采用ripp92-90的标准方法(参见《石油化工分析方法(ripp试验方法)》，杨翠定等编，科学出版社，1990年9月第一版，第263-268页)进行测定，具体测定条件如下：催化剂：5.0克(20-40目)。进油量：1.56克，反应时间：70秒，反应温度：460℃，剂/油：3.2，空速：16小时-1。实施例1本实施例按照图1所示的工艺流程进行，催化裂化轻循环油经切割为轻馏分和重馏分，切割温度为250℃，重馏分经加氢得到加氢重馏分，重质原料、加氢重馏分和轻馏分分别经由第一喷嘴、第二喷嘴和第三喷嘴喷入第一提升管反应器，且第一喷嘴、第三喷嘴和第二喷嘴由下至上设置，即先将重质原料引入第一提升管反应器中，然后将轻馏分引入第一提升管反应器中，最后将加氢重馏分引入第一提升管反应器中。加氢处理的反应条件如下：氢分压8.0兆帕，平均床层反应温度为360℃，体积空速0.5小时-1，氢油体积比1100nm3/m3。加氢产物(即加氢循环油)的初馏点为250℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。催化裂化反应条件如下：第一喷嘴和第二喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间为1秒，第一喷嘴和第三喷嘴之间的第一提升管反应器中，反应油气的停留时间为0.5秒。单位时间内，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的循环重量比为1：0.05，第二催化裂化催化剂的引入位置位于所述第一喷嘴和第二喷嘴之间。轻馏分的循环重量比为0.09，重馏分的循环重量比为0.21。反应温度为550℃，绝对压力为0.25兆帕，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与重质原料的重量比为8.1，重质原料的油气停留时间为2.8秒，水蒸汽与重质原料的重量比为0.05，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的总重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例为27，水蒸汽重量与加氢重馏分和轻馏分总重量的比例0.01，第一催化裂化催化剂和第二催化裂化催化剂的微反活性为64。实施例1的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。对比例1与实施例1的方法基本相同，不同之处在于重质原料、加氢重馏分和轻馏分分别从第二喷嘴、第三喷嘴和第一喷嘴喷入第一提升管反应器，即先将轻馏分引入第一提升管反应器中，然后将加氢重馏分引入第一提升管反应器中，最后将重质原料引入第一提升管反应器中，具体加氢条件和其它催化裂化反应条件同实施例1，另外，第二催化裂化催化剂在第二喷嘴处的上方引入第一提升管反应器。对比例1的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。对比例2与实施例1的方法基本相同，不同之处在于催化裂化轻循环油未经切割而直接进行加氢处理，得到加氢循环油。重质原料和加氢循环油分别经由第一喷嘴和第二喷嘴喷入第一提升管反应器。催化裂化反应的反应条件见表3，第二喷嘴和第一喷嘴之间的提升管反应器上的油气停留时间为0.2秒。加氢处理的反应条件如下：氢分压8.0兆帕，平均床层反应温度为360℃，体积空速0.5小时-1，氢油体积比1100nm3/m3。加氢产物(即加氢循环油)的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。对比例2的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。对比例3与对比例2的方法基本相同，不同之处在于：加氢循环油和重质原料混合后一并由第一喷嘴喷入第一提升管反应器。催化裂化反应的反应条件见表3，其中的“剂油重量比”是基于混合进料(包括重质原料和加氢循环油)的总量计算得到的，催化剂全部从第一提升管反应器底部进料。加氢处理的反应条件同对比例2，加氢循环油的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。对比例3的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。对比例4与对比例2的方法基本相同，不同之处在于：循环回第一提升管反应器的全部再生催化剂均从第一提升管反应器底部进料。催化裂化反应的反应条件见表3。加氢处理的反应条件同实施例1，加氢产物(即加氢循环油)的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表4。实施例2本实施例按照图2所示的工艺流程进行，不过所用第二提升管反应器和第三提升管反应器均为等径提升管，重质原料经由第六喷嘴喷入第二提升管反应器，催化裂化轻循环油经切割为轻馏分和重馏分，切割温度为250℃。重馏分经加氢得到加氢重馏分，加氢重馏分和轻馏分分别经由第四喷嘴和第五喷嘴喷入第三提升管反应器。第二提升管反应器内的反应条件如下：反应温度为500℃，剂油重量比为6.1，油气停留时间为2.8秒，绝对压力为0.25兆帕，水蒸汽与重质原料的重量比为0.05，第一催化裂化催化剂的微反活性为64。第三提升管反应器内的反应条件如下：反应温度为550℃，绝对压力为0.25兆帕，第二催化裂化催化剂重量与加氢重馏分的重量比为40，加氢重馏分的油气停留时间为2.8秒，水蒸汽与加氢循环油的重量比为0.01，第二催化裂化催化剂重量与所述轻馏分的重量比为115，水蒸汽与所述轻馏分的重量比为0.02，第二催化裂化催化剂的微反活性为64。第五喷嘴和第四喷嘴之间的第三提升管反应器的油气停留时间为0.5秒，轻馏分的循环重量比为0.09，重馏分的循环重量比为0.25。加氢处理条件同实施例1，加氢重馏分的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该实施例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。实施例3与实施例2基本相同，不同之处为第二提升管反应器为变径提升管反应器，第二提升管反应器由下至上同轴设置有第一反应段和第二反应段，第二反应段的内径大于第一反应段，第三提升管反应器的顶部开口通过水平管连通于所述第二反应段，反应段的反应条件为：温度为500℃，绝对压力为0.25兆帕，再生催化剂微反活性为64，剂油重量比为6.1，油气停留时间为1.2秒，水蒸汽与重质原料的重量比为0.06；扩径段的反应条件为：温度为490℃，油气停留时间为5秒。加氢处理条件和其它催化裂化条件同实施例2。该实施例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。对比例5按照实施例2进行操作，不同之处在于：采用常规的第二/第三提升管反应器设置，即第二提升管反应器与第三提升管反应器并列排列，且两者的顶部出口均直接与沉降器连通，自第三提升管反应器顶部取出的反应物料直接送入沉降器；加氢重馏分和轻馏分经第四喷嘴和第五喷嘴喷入第三提升管反应器。加氢处理的反应条件和催化裂化反应条件同实施例2。加氢产物(即加氢循环油)的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。对比例6采用实施例2的反应系统，本对比例所用第二/第三提升管反应器均为等径提升管，重质原料经由第六喷嘴喷入第二提升管反应器，分离所得催化裂化循环油全部进行加氢处理，所得加氢循环油经由第五喷嘴喷入第三提升管反应器。催化裂化反应的反应条件见表5。加氢处理的反应条件如下：氢分压8.0兆帕，平均床层反应温度为360℃，体积空速0.5小时-1，氢油体积比1100nm3/m3。加氢循环油的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。对比例7按照对比例6所述进行操作，不同之处在于：第二提升管反应器为变径提升管反应器，从下至上依次设置有预提升段、第一反应段i、第二反应段ii和出口段，反应段的反应条件为：温度为500℃，绝对压力为0.25兆帕，再生催化剂微反活性为64，剂油重量比为6.1，油气停留时间为1.2秒，水蒸汽与重质原料的重量比为0.06；扩径段的反应条件为：温度为490℃，油气停留时间为5秒。第三提升管反应器内的反应条件以及加氢处理的反应条件同对比例6，轻循环油的循环重量比为0.07。加氢产物(即加氢循环油)的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。对比例8按照对比例6所述进行操作，不同之处在于：只设置第二提升管反应器，不设置第三提升管反应器；催化裂化轻循环油加氢得到的加氢循环油和重质原料混合后一并经由第六喷嘴喷入第二提升管反应器。第二提升管反应器的催化裂化反应条件见表5。加氢处理的反应条件同对比例6。加氢循环油的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。对比例9按照对比例6所述进行操作，不同之处在于：采用常规的第二/第三提升管反应器设置，即第二提升管反应器与第三提升管反应器并列排列，且两者的顶部出口均直接与沉降器连通，自第三提升管反应器顶部取出的反应物料直接送入沉降器；催化裂化轻循环油加氢后的加氢轻循环油经第五喷嘴喷入第三提升管反应器。催化裂化反应的反应条件见表5。加氢处理的反应条件同对比例6。即加氢循环油的初馏点为170℃，双环芳烃含量为19重量％，氢含量为11重量％。该对比例的反应产品分布、氢耗及汽油辛烷值见表6。从表4和表6可以看出，采用本发明的方法具有更高的高辛烷值汽油产率。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。表1表2原料油名称混合原料密度(20℃)千克/米3916.8凝固点，℃32折射率(70℃)1.4968残炭，重量％2.67平均分子量404馏程，℃初馏点2945重量％36110重量％38130重量％42250重量％45170重量％497硫含量，重量％1.1氮含量，重量％0.24氢含量，重量％12.6金属含量，毫克/千克ni6.6v1.2表3表4表5表6当前第1页12