CN113897215A - 重质原料催化裂解的方法和系统 - Google Patents

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Abstract

本申请涉及重质原料催化裂解工艺和系统。该催化裂解的方法包括在催化裂解反应系统中进行重质原料催化裂解，所述催化裂解反应系统包括主下行管反应器(2)，辅助下行管反应器(9)和流化床反应器(3)，其中，所述主下行管反应器(2)和辅助下行管反应器(9)的物料出口均与所述流化床反应器(3)相连通。本发明方法同时还组合加氢改质和芳烃抽提，能够最大限度将重油原料转化为富含丙烯、乙烯的低碳烯烃的同时联产苯、甲苯和二甲苯等化工原料。

Description

重质原料催化裂解的方法和系统
技术领域
本发明涉及一种催化裂解生产低碳烯烃和芳烃的工艺和系统。
背景技术
低碳烯烃如乙烯、丙烯是重要的有机化工原料，其中丙烯是聚丙烯、丙烯腈等产品的合成单体。随着聚丙烯等衍生物需求的迅速增长，对丙烯的需求也在逐年增长。生产丙烯的方法主要是蒸汽裂解和催化裂化(FCC)。其中蒸汽裂解以石脑油等轻质油为原料通过热裂解生产乙烯、丙烯，但丙烯产率仅为15重％左右。FCC则以减压蜡油(VGO)等重质油为原料。目前世界上66％的丙烯来自蒸汽裂解生产乙烯的副产品，32％来自炼油厂催化裂化装置。
石油化工如果走传统的蒸汽裂解制乙烯、丙烯路线，面临轻质原料油短缺、生产能力不足以及成本过高等几大制约因素。
FCC由于其原料适应性广。操作灵活等优势日益收到重视。在美国，几乎丙烯市场需求量的50％都来源于FCC装置。增产丙烯的催化裂化技术正在飞速的发展。
芳烃也是一种重要的化工原料，尤其是轻芳烃BTX(苯、甲苯和二甲苯)主要用于生产化纤、塑料等合成材料。目前生产芳烃的主要方法是催化重整，由于重整催化剂的活性组分是贵金属，因此必须对原料进行严格的预处理。此外，重整催化剂的移动、再生流程也比较复杂。
近年来，多项工艺整合进行重油裂解多产低碳烯烃和芳烃的技术受到较大的关注，这些技术都是为不同的原料选择不同的反应化境，保证各种原料在更适合自身特性的反应环境下进行反应，保证生产效益最大化。
中国专利CN101074392A公开了一种利用两段催化裂解生产丙烯和高品质汽柴油的方法，该方法主要是利用两段提升管催化工艺，采用富含择形沸石的催化剂，以重质石油烃类或富含碳氢化合物的各种动植物油类为原料，针对不同性质的反应物料进行进料方式的优化组合，控制不同物料适宜的反应条件，以达到提高丙烯收率、兼顾轻油收率和质量、抑制干气和焦炭生成的目的。其具体提出第一段提升管进料为新鲜重质原料油，其下部或底部可以进轻质烃类原料；第二段提升管进料为高烯烃含量的汽油和循环油，可以分层进料或混合进料，其下部或底部可以进其他轻质烃类原料。
中国专利CN101045667A提出了一种提高低碳烯烃产率的催化转化方法，该方法烃油原料经原料喷嘴注入下行式反应器内，与再生催化剂和任选的积炭催化剂接触，将裂化产物和待生催化剂分离，裂化产物分离后得到低碳烯烃，其余产物至少一部分引入提升管反应器内与再生剂接触反应，将油气与待生催化剂分离。该方法通过生成的低碳烯烃与待生剂及时分离，力图有效地抑制低碳烯烃的二次反应，提高低碳烯烃的产率。但是仅凭下行式反应器和提升管反应器难以满足重油和轻质烃类的转化率，也无法实现低碳烯烃产率的最大化，而且从该专利的实施例可以看出，低碳烯烃与干气产率比值在3以下，原料无法得到充分利用，低价值产物高。
中国专利CN101210191A提出了一种下行式反应器和提升管反应器串联的催化裂化方法。预热后的原料油进入下行式反应器与来自再生器的高温再生催化剂接触，汽化并进行裂解反应，从下行式反应器输出口出来的油气进入提升管反应器继续反应，从提升管反应器输入口引入另一股再生催化剂，从提升管反应器输出口出来的油气与催化剂进入沉降分离器分离。根据目标产品的不同，在提升管反应器可以采用与下行式反应器不同的催化剂，可以提高汽油收率，改善产品质量。但是轻烃没有进一步转化，因此低碳烯烃产率不会很高。
专利US6123830公开了一种两段催化裂化和两个加氢处理的组合工艺方法。其目的是最大量生产烯烃，提高馏分油的质量和汽油的辛烷值。原料油先经第一个加氢处理装置得到第一个加氢尾油；第一个加氢尾油进入第一个催化裂化装置，该催化裂化装置的催化剂活性组分主要是大孔沸石，得到石脑油、柴油和重油，其中重油进入第二个加氢处理装置进行加氢，得到第二个加氢尾油，第二个加氢尾油进入第二个催化裂化装置进行裂化，该催化裂化装置的催化剂活性组分主要是中孔沸石，该方法的丙烯产率较低。
中国专利CN1721510A提出了一种生产低碳烯烃和芳烃的组合工艺，原料油先经过加氢处理，得到的加氢尾油经催化裂化反应，生成的轻烃循环回催化裂解装置、LCO返回至加氢处理装置，石脑油和蒸汽裂解石脑油依次经选择性加氢、溶剂抽提后得到抽余油和目的产物之一芳烃。抽余油与加氢石脑油循环回蒸汽裂解装置。该方法从重质原料最大限度地生产低碳烯烃，其中丙烯地产率超过30重％，同时联产甲苯与二甲苯等芳烃。
发明内容
本发明的目的是提供一种重质原料催化裂解的方法和系统，该方法和系统能够最大化生产低碳烯烃的同时联产轻质芳烃。
本申请提供一种重质原料催化裂解的方法，该重质原料催化裂解在催化裂解反应系统中进行，所述催化裂解反应系统包括主下行管反应器(2)，辅助下行管反应器(9)和流化床反应器(3)，其中，所述主下行管反应器(2)和辅助下行管反应器(9)的物料出口均与所述流化床反应器(3)相连通，
所述方法包括：
a、将重质原料送入主下行管反应器(2)的上部与来自主下行管反应器(2)顶部的第一再生催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将轻质原料、加氢改质油送入辅助下行管反应器(9)的上部与来自辅助下行管反应器(9)顶部的第二再生催化剂接触并由上至下进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
c、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂和步骤b中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器(3)中与第三再生催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器(7)中进行再生，得到再生催化剂；
d、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；
e、所述重汽油馏分进入溶剂抽提设备(16)，获得芳烃；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置(14)反应，得到加氢改质产物；所述加氢改质产物流进入加氢产物分离装置(15)分离氢气，得到重馏分产物。
在一种实施方式中，所述方法还包括步骤h：
来自再生器(7)的部分所述再生催化剂作为所述第一再生催化剂送入所述主下行管反应器(2)的顶部；将剩余部分所述再生催化剂作为所述第二再生催化剂和所述第三再生催化剂分别送入所述辅助下行管反应器(9)的顶部和流化床反应器(3)的中部。
在一种实施方式中，步骤h中，以单位时间内离开再生器的再生催化剂的总重量为基准，将11-69重量％的再生催化剂送入主下行管反应器(2)中，将29-61重量％的再生催化剂送入所述流化床反应器(3)中，将8-42重量％的再生催化剂送入所述辅助下行管反应器(9)中。
在一种实施方式中，所述轻质原料为富含烯烃的液化气组分和/或轻汽油组分。
在一种实施方式中，至少一部分所述轻质原料为所述气态烃馏分和/或轻汽油馏分。
在一种实施方式中，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置(15)的所述重馏分产物流。
在一种实施方式中，步骤e中溶剂抽提装置(16)的温度为70-130℃，溶剂与所述重汽油馏分之间的体积比为2-7：1。
在一种实施方式中，所述溶剂选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种。
在一种实施方式中，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为500-700℃，剂油比为4-21，反应时间为0.4-9秒；
所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为515-715℃，剂油比为7-27，反应时间为1-11秒；
所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为475-653℃，重时空速为1-36小时-1，反应压力为0.12-0.37兆帕。
在一种实施方式中，所述方法还包括：将第三产物送入流化床反应器(3)上部的沉降段(4)中进行气固分离后送出所述沉降段(4)，将第三待生催化剂送入流化床反应器(3)下部的汽提段(5)中进行汽提后送入再生器(7)中。
在一种实施方式中，所述再生催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-52重量％，无机氧化物的含量为4-98重量％，粘土的含量为0-68重量％；
所述沸石包括择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述择形沸石为28-89重量％，所述Y型沸石为11-74重量％，所述择形沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。
在一种实施方式中，步骤f在加氢催化剂存在下进行，所述加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
在一种实施方式中，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、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、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。
本发明提供一种催化裂解系统，该催化裂解系统包括：
流化床反应器(3)，所述流化床反应器(3)设置有催化剂输入口、多个物料输入口、催化剂输出口和产物输出口；所述流化床(3)的多个物料输入口位于所述流化床反应器(3)的催化剂床层底部；
主下行管反应器(2)，所述主下行管反应器(2)设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述主下行管反应器(2)的物料输出口与所述流化床反应器(3)的一个物料输入口相连通；
辅助下行管反应器(9)，所述辅助下行管反应器(9)设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述辅助下行管反应器(9)的物料输出口与所述流化床反应器(3)的一个物料输入口相连通；
再生器(7)，所述再生器(7)设置有催化剂输入口和三个催化剂输出口；所述再生器(7)的催化剂输入口与所述汽提器(5)的催化剂输出口连通，所述再生器(7)的三个催化剂输出口分别与所述流化床反应器(3)的催化剂输入口、主下行管反应器(2)的催化剂输入口和辅助下行管反应器(9)的催化剂输入口连通；
产物分离装置(13)，所述产物分离装置(13)设置有物料输入口和多个物料输出口，所述产物分离装置(13)的物料输入口与所述流化床反应器(3)的产物输出口连通；
溶剂抽提装置(16)，所述溶剂抽提装置(16)设置有一个物料输入口和至少两个物料输出口，所述溶剂抽提装置(16)的物料输入口与所述产物分离装置(13)的一个物料输出口连通；和
加氢改质反应器(14)，所述加氢改质反应器(14)设置有多个物料输入口和物料输出口，所述加氢改质反应器(14)的至少一个物料输入口与所述产物分离装置(13)的至少一个物料输出口连通。
在一种实施方式中，所述流化床反应器(3)包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段(5)，设置于床层反应段上方的沉降段(4)；所述流化床反应器(3)的催化剂输入口和物料输入口设置在所述床层反应段；所述流化床反应器(3)的产物输出口位于所述沉降段(4)的顶部；所述流化床反应器(3)的催化剂输出口位于所述汽提段(5)的下部。
在一种实施方式中，所述产物分离装置(13)设置有气态烃输出口、轻汽油输出口、重汽油输出口、柴油输出口和油浆输出口，所述产物分离装置(13)的重汽油输出口与溶剂抽提装置(16)的物料输入口连通，所述产物分离装置(13)的柴油输出口和油浆输出口与所述加氢反应器(13)的柴油输入口和油浆输入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元，所述气态烃分离单元设置有物料输入口和富含烯烃的C4馏分输出口；所述气态烃分离单元的物料输入口与所述产物分离装置(13)的气态烃输出口连通，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分输出口和/或所述产物分离装置(13)的轻汽油输出口与所述辅助下行管反应器(9)的轻质原料输入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置(15)，所述加氢产物分离装置(15)的物料输入口与所述加氢改质反应器(14)的物料输出口相连，所述加氢产物分离装置(15)设置有氢气输出口和重馏分输出口。
在一种实施方式中，所述加氢产物分离装置(15)的重馏分输出口与所述辅助下行管反应器(9)的加氢改质油输入口连通。
与现有技术相比，本发明的优点在于：
本发明基于主下行管反应器、流化床反应器、辅助下行管反应器、加氢改质反应器和溶剂抽提装置构成的复合反应系统，通过工艺方案的优化，配备合适的催化剂，实现不同反应物在合适的反应器进行各自反应，有效提高重油转化率，促进轻质原料再次裂解生成目的产品。将柴油和油浆进行加氢改质后再次注入辅助下行管反应器发生催化裂化反应，不仅可以最大化生产低碳烯烃，还能够利用柴油反应降低柴油产率。利用溶剂抽提装置提取重汽油中的芳烃，在降低汽油芳烃含量的同时可以生产芳烃等化工原料。
在本发明中，该重质原料催化裂解在催化裂解反应系统中进行，所述催化裂解反应系统包括主下行管反应器(2)，辅助下行管反应器(9)和流化床反应器(3)，其中，所述主下行管反应器(2)和辅助下行管反应器(9)的物料出口均与所述流化床反应器(3)相连通。本发明沿反应物料流动的方向设置主下行管反应器。利用主下行管反应器，可以最大限度避免传统提升管内催化剂反混现象，提高催化剂平均活性，强化重质原料在主下行管反应器中有效裂解为低碳烯烃和汽油烯烃的反应过程，通过沉降段内的高效气固分离装置将反应产物与待生催化剂分离，可以使重质原料有效裂解为丙烯和汽油中的大分子烯烃。
本发明中将富含烯烃的汽油和/或C4烃类引入辅助下行管反应器，利用此辅助下行管反应器，同样可以最大限度避免传统提升管反应器内催化剂反混现象，提高催化剂平均活性，促进轻汽油催化裂解反应，在提高低碳烯烃产率的同时可以减缓干气产率的提高。轻质原料反应过程中在催化剂表面积炭量比较少，所以此待生剂仍有较高的活性，可引入流化床反应器与重质原料接触并促进重质原料反应。
本发明将生成的柴油和油浆在加氢改质反应器中加氢改质，使稠环芳烃饱和，提高柴油和油浆氢含量，更容易发生裂化反应。加氢改质油浆和/或加氢改质柴油还可以注入辅助下行管反应器，与高活性的再生剂接触，可有效提高转化率，进一步提高丙烯产率。
本发明向流化床反应器输入口处补充来自于再生器的高温再生剂对流化床反应器的苛刻度(包括反应温度和剂油比)进行调控。
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包括本发明方法的一种具体实施方式的流程示意图，也包括本发明系统的一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1催化剂储罐 2主下行管反应器 3流化床反应器
4沉降段 5汽提段 6待生斜管
7再生器 8再生斜管 9辅助下行管反应器
10催化剂储罐 11再生斜管 12再生斜管
13产物分离装置 14加氢改质反应器 15加氢产物分离装置
16溶剂抽提装置 17管线 18管线
19管线 20管线 21管线
22管线 23管线 24管线
25管线 26管线 27管线
28管线 29管线 30管线
31管线 32管线 33管线
34管线 35管线 36管线
37管线 38管线 39管线
40管线
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。
如图1所示，本申请提供一种重质原料催化裂解的方法，该重质原料催化裂解在催化裂解反应系统中进行，所述催化裂解反应系统包括主下行管反应器(2)，辅助下行管反应器(9)和流化床反应器(3)，其中，所述主下行管反应器(2)和辅助下行管反应器(9)的物料出口均与所述流化床反应器(3)相连通。
本发明方法包括：
a、将重质原料送入主下行管反应器2的上部与来自主下行管反应器2顶部的第一再生催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将轻质原料、加氢改质油送入辅助下行管反应器9的上部与来自辅助下行管反应器9顶部的第二再生催化剂接触并由上至下进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
c、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂和步骤b中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器3中与第三再生催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器7中进行再生，得到再生催化剂；
d、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；
e、所述重汽油馏分进入溶剂抽提装置16，获得芳烃；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置14反应，得到加氢改质产物；所述加氢改质产物流进入加氢产物分离装置15分离氢气，得到重馏分产物。
根据本发明，待生催化剂需要进行再生，这是本领域技术人员所熟知的，因此，该方法还可以包括：将所述第三产物送入流化床反应器3上部的沉降段4中进行气固分离后送出所述沉降段4，将第三待生催化剂送入流化床反应器3下部的汽提段5中进行汽提后送入再生器7中，来自再生器7的至少部分再生催化剂作为所述第一再生催化剂送入所述主下行管反应器2的顶部；将剩余部分再生催化剂作为所述第二再生催化剂和第三再生催化剂分别送入所述辅助下行管反应器9和流化床反应器3中。需要说明的是，为了促进催化裂化反应的进行，多产低碳烯烃，送入各个反应器中作为第一再生催化剂、第二再生催化剂和第三再生催化剂的催化剂均为未经过冷却的催化剂，即温度为520-880℃之间，优选为610-790℃之间。
根据原料的不同，可以选择性地将不同重量的再生催化剂从所述再生器7送入流化床反应器3、主下行管反应器2和辅助下行管反应器9中，并优化反应的条件。在一种实施方式中，步骤c中，以单位时间内离开再生器7的再生催化剂的总重量为基准，将大于0至小于100重％，优选将11-69重量％的催化剂送入所述主下行管反应器2中，将大于0至小于100重％，优选将29-61重量％的催化剂送入所述流化床反应器3中，将0至小于100重％，优选将8-42重量％的催化剂送入所述辅助下行管反应器9中。
本发明将轻质原料、加氢改质油依次进入辅助下行管反应器9和流化床反应器3中进行催化裂解反应，将重质原料依次进入主下行管反应器2和流化床反应器3进行催化裂解反应，不仅能够对不同原料进行分别催化裂解反应，提高目标产物选择性，还可以将轻质原料催化裂解反应所得含碳量较低的第二待生催化剂再次送入流化床反应器3，和将再生剂送入流化床反应器中以提高催化剂平均活性，增加流化床反应器3催化裂解反应的转化率。
根据本发明，该方法还可以包括：将所述第三产物送入产物分离装置13进行产物分离，得到气态烃、轻汽油、重汽油、柴油和油浆。所述产物分离装置13是本领域技术人员所熟知的。
根据本发明，为了将所述加氢改质后的产物进行分离，该方法还可以包括：将所述加氢改质后的产物送入所述加氢产物分离装置15进行分离，得到氢气和重馏分。所述加氢产物分离装置15是本领域技术人员所熟知的。
根据本发明，为了使所述产物中的轻质烃类进行转化，该工艺还可以包括：将所得轻汽油和/或液化气作为所述轻质原料送入所述辅助下行管反应器9中进行所述第二催化裂解反应。
根据本发明，催化裂解是本领域技术人员所熟知的工艺，所述第一催化裂解反应的条件可以包括：温度(主下行管反应器底部输出口)为500-700℃，优选为525-645℃，剂油比为4-21，优选为6.5-18.5，重质原料进料雾化水蒸气占重质原料和雾化水蒸气重量之和的3-49重％，优选占4-16重％，反应时间为0.4-9秒，优选为1.6-4.2秒；所述第二催化裂解反应的条件可以包括：温度(辅助下行管反应器底部输出口)为515-715℃，优选为535-703℃，剂油比为7-29，优选为9-23，轻质原料进料雾化水蒸气占轻质原料、油浆和雾化水蒸气重量之和的3-51重％，优选占6-17重％，反应时间为1-11秒，优选为2.5-8秒；所述第三催化裂解反应的条件可以包括：温度为475-653℃，优选为510-645℃，重时空速为1-36每小时，优选为3-32每小时，剂油比为5-21，优选为6-19，反应压力(绝对压力，输出口压力)为0.12-0.37兆帕，优选为0.21-0.39兆帕。
根据本发明，用于催化裂解的催化剂是本领域技术人员熟知的，以再生催化剂为例，所述再生催化剂可以是由现有技术提供的催化剂的一种或几种的组合。一种具体实施方式，再生催化剂可以包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量可以为1-52重％，无机氧化物的含量可以为4-98重％，粘土的含量可以为0-68重％。另外，为了提高丙烯产率并增加转化率，所述沸石可以包括择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述择形沸石可以为24-89重％，优选为42-58重量％，所述Y型沸石可以为11-74重％，优选29-66重量％。所述择形沸石可以为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，以及经物理和/或化学方法处理后得到的上述沸石中的一种或两种以上的混合物。所述Y型沸石可以为选自稀土Y型沸石(REY)、稀土氢Y型沸石(REHY)、超稳Y型沸石(USY)和稀土超稳Y型沸石(REUSY)中的至少一种。所述无机氧化物作为粘结剂，可以为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。所选粘土作为基质可以为高岭土和/或多水高岭土。
根据本发明，所述重质原料为石油烃油和/或其他矿物油，其中石油烃油选择由减压蜡油、焦化蜡油、脱沥青油和渣油中的一种或一种以上的混合物，其他矿物油为煤液化油、油矿油、页岩油。优选的原料油为VGO。
根据本发明，所述引入辅助下行管反应器的轻质原料优选为富含烯烃的汽油和/或C4烃，所述富含烯烃的汽油选自本发明产生的汽油馏分和/或其它装置生产的汽油馏分。优先选用本发明自产的轻汽油馏分。所述的富含烯烃的汽油的烯烃含量可以为24-96重量％，优选为36-85重量％，最好在45重量％以上。所述C4烃是指以C4馏分包括碳原子数为4的烷烃、烯烃和炔烃，可以是本发明自产的富含C4馏分的气态烃产品，也可以是其它装置过程所产生的富含C4馏分的气态烃，其中优选本发明自产的C4馏分。所述C4烃馏分中，烯烃的含量大于45重量％，优选大于55重量％，最好是在65重量％以上。在一种实施方式中，根据本发明，至少一部分所述轻质原料为所述气态烃馏分中的C4烃组分和/或轻汽油馏分。在一种实施方式中，至少一部分所述轻质原料来自所述气态烃馏分(其中的C4烃组分)和/或所述轻汽油馏分。在一种实施方式中，轻质原料中，所述C4烃与所述汽油的重量比可以为(0-3)：1，优选为(0-1.5)：1，更优选(0-1)：1。
在一种实施方式中，引入辅助下行管反应器的富含烯烃的汽油与引入主下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.06-0.40)：1，优选为(0.12-0.24)：1。
根据发明，加氢改质反应器是本领域技术人员所熟知的，该加氢改质反应器中加氢条件为：氢分压1.1-8.2MPa、反应温度120-310℃、氢油体积比(140-320):1、体积空速1-24每小时。
根据发明，加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
根据本发明，为了提高重油转化率，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置15的所述重馏分产物。由此，将经过加氢改质的重馏分产物(加氢改质后的油浆和柴油)送入所述辅助下行管反应器9中进行所述第二催化裂解反应。
根据本发明，引入所述辅助下行管反应器的加氢改质原料可以包括加氢改质后的柴油和油浆的部分或全部。引入所述辅助下行管反应器的加氢改质柴油馏分与引入主下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.03-0.32)：1，优选为(0.06-0.18)：1；引入所述辅助下行管反应器的加氢改质油浆与引入主下行管反应器的重质原料的重量比可以为(0.02-0.24)：1，优选为(0.04-0.12)：1。进入所述辅助下行管反应器的加氢改质柴油和加氢改质油浆的量可以通过调整进入加氢改质反应器的柴油和油浆的量来控制。这是由于加氢改质反应器主要功能为加氢改质，进入其中的柴油和油浆的质量变化并不明显，因而加氢改质后的柴油和油浆的量基本上等同于进入加氢改质反应器中的柴油和油浆的质量。
根据本发明，汽提段汽提水蒸气和反应所得的油气，引入流化床反应器的底部，穿过流化床器后排出反应器，可降低油气分压，缩短油气在沉降段停留时间，增产丙烯产率。
根据发明，溶剂抽提装置是本领域技术人员所熟知的工艺，发明不再赘述，溶剂抽提装置的温度为70-130℃，溶剂与溶剂抽提原料之间的体积比为(2-7):1。
根据发明，溶剂抽提装置所用的溶剂是本领域技术人员所熟知的，是由选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或几种构成的混合溶剂。
如图1所示，本申请提供一种催化裂解系统，其包括：
流化床反应器3，所述流化床反应器3设置有催化剂输入口、多个物料输入口、催化剂输出口和产物输出口；所述流化床3的多个物料输入口位于所述流化床反应器3的催化剂床层底部；
主下行管反应器2，所述主下行管反应器2设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述主下行管反应器2的物料输出口与所述流化床反应器3的一个物料输入口相连通；
辅助下行管反应器9，所述辅助下行管反应器9设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述辅助下行管反应器9的物料输出口与所述流化床反应器3的一个物料输入口相连通；
再生器7，所述再生器7设置有催化剂输入口和三个催化剂输出口；所述再生器7的催化剂输入口与所述汽提器5的催化剂输出口连通，所述再生器7的三个催化剂输出口分别与所述流化床反应器3的催化剂输入口、主下行管反应器2的催化剂输入口和辅助下行管反应器9的催化剂输入口连通；
产物分离装置13，所述产物分离装置13设置有物料输入口和多个物料输出口，所述产物分离装置13的物料输入口与所述流化床反应器3的产物输出口连通；
溶剂抽提装置16，所述溶剂抽提装置16设置有一个物料输入口和至少两个物料输出口，所述溶剂抽提装置16的物料输入口与所述产物分离装置13的一个物料输出口连通；和
加氢改质反应器14，所述加氢改质反应器14设置有多个物料输入口和物料输出口，所述加氢改质反应器14的至少一个物料输入口与所述产物分离装置13的至少一个物料输出口连通。
如上所述，在本发明的催化裂解系统中，所述主下行管反应器2设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口。所述流化床反应器3设置有催化剂输入口、多个物料输入口(例如两个物料输入口)、催化剂输出口和产物输出口。所述再生器7设置有催化剂输入口和催化剂输出口。所述辅助下行管反应器9设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的轻质原料输入口、位于上部的油浆输入口和位于底部的物料输出口。所述的加氢改质反应器14设置有三个物料输入口和一个物料输出口。所述的溶剂抽提装置16设置有一个物料输入口和两个物料输出口。
所述主下行管反应器2的物料输出口与所述流化床反应器3的一个物料输入口连通，位于所述流化床反应器3催化剂床层底部，所述再生器7的催化剂输入口与所述汽提器5的催化剂输出口连通，所述再生器7的催化剂输出口与所述流化床反应器3的催化剂输入口、主下行管反应器2的催化剂输入口和提升管反应器9的催化剂输入口连通。所述辅助下行管反应器9的物料输出口与所述流化床反应器3的一个物料输入口连通。
为了方便产物的分离和待生催化剂的再生，所述流化床反应器3可以包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段5，设置于床层反应段上方的沉降段4。在一种实施方式中，所述床层反应段、汽提段5和沉降段4可以同轴设置且流体连通。在一种实施方式中，所述床层反应段可以设置有所述流化床反应器3的催化剂输入口和物料输入口，所述沉降段4的顶部可以设置有所述流化床反应器3的产物输出口，所述汽提段5的下部可以设置有所述流化床反应器3的催化剂输出口。
所述催化裂解系统包括所述产物分离装置13，其设置有气态烃输出口、轻汽油输出口、重汽油输出口、柴油输出口和油浆输出口，所述产物分离装置13的重汽油输出口与溶剂抽提装置16的物料输入口连通，所述产物分离装置13的柴油输出口和油浆输出口与所述加氢改质反应器14的柴油输入口和油浆输入口连通。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元(未示出)，所述气态烃分离单元设置有物料输入口，所述气态烃分离单元的物料输入口与所述产物分离装置13的气态烃输出口连通。通过该气态烃分离单元可以将来自产物分离装置13的气态烃分离、精制为聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分。在一种实施方式中，气态烃分离单元设置有富含烯烃的C4馏分输出口，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分输出口和/或所述产物分离装置13的轻汽油输出口与所述辅助下行管反应器9的轻质原料输入口连通，用于将来自产物分离装置13的气态烃中的富含烯烃的C4馏分和/或轻汽油馏分重新输入到催化裂解系统中再转化为乙烯和丙烯。
在一种实施方式中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置15，所述加氢产物分离装置15的物料输入口与所述加氢改质反应器14的物料输出口相连，所述加氢产物分离装置15设置有氢气输出口和重馏分输出口。
在一种实施方式中，所述加氢产物分离装置15的重馏分输出口与所述辅助下行管反应器9的加氢改质油输入口连通，使得重馏分产品再次进入提升管反应器9中进行反应。
下面结合附图对本发明所提供的工艺予以进一步的说明：
如图1所示，高温再生催化剂经再生剂斜管8、再生斜管12、再生斜管11分别引入辅助下行管反应器9、主下行管反应器2和流化床反应器3。预热后的重质原料经管线17与来自管线18的雾化水蒸气按一定比例混合后，注入主下行管反应器2与经由再生斜管12并由来自管线21的提升气提升的高温催化剂混合并进行反应，反应油气与催化剂混合物经下行管反应器2的出口分布器(图中未标出)进入流化床反应器3底部反应。预热或不预热的富含烯烃的汽油馏分和/或C4烃类经管线25注入辅助下行管反应器9，预热后的加氢改质油(加氢改质油浆和加氢改质柴油)经由管线23与来自管线24的雾化水蒸气按一定比例混合后，注入辅助下行管反应器9，与经由再生斜管8并由来自管线20的提升气提升的高温催化剂混合并进行反应，反应油气与催化剂混合物经辅助下行管反应器9的出口分布器(图中未标出)引入流化床反应器3，最后进入沉降段4进行油气与催化剂的分离；分离所得的油气通过管线27进入后继的产物分离装置13，分离所得的待生剂经由待生斜管6进入再生器7。在产物分离装置13中反应产物分离出气态烃(由管线28引出)、轻汽油(由管线29引出)、重汽油(由管线30引出)、柴油(由管线31引出)和油浆(由管线33引出)。管线28引出的裂解气态烃在后继产品分离、精制后可得到聚合级丙烯产品和富含烯烃的C4馏分，其中富含烯烃的C4馏分可经管线25返回辅助下行管反应器9再转化成乙烯和丙烯。管线29引出的轻汽油可部分或全部返回反应系统再转化；管线31引出的柴油和管线33引出的油浆可部分或全部进入加氢改质反应器14内进行反应改质，加氢改质所需的氢气由管线36进入；加氢改质所得的产品由管线37进入改质产物分离器15进行产品分离，分离成氢气(由管线38引出)和重馏分产品(由管线39引出)。重馏分产品可可经管线23再次进入辅助下行管反应器9进行反应。管线30引出的重汽油馏分进入溶剂抽提装置16分离成芳烃(由管线40引出)和抽余油(由管线32引出)。
沉降段分离得到的催化剂进入流化床反应器3的反应段，然后进入汽提段5，汽提蒸汽经管线19注入，与积碳催化剂逆流接触，将积炭催化剂所携带的反应油气尽可能地汽提出，然后经流化床反应器3引入沉降段4，与其它油气一起经管线27引出反应器。汽提后的催化剂通过待生剂斜管6送入再生器7烧焦再生。含氧气体经管线22注入再生器7，再生烟气经管线26引出。再生后的催化剂经再生斜管8、再生斜管9、再生斜管11进入不同的反应器循环使用。
在上述具体实施方式过程中，对管线20引入的将再生剂提升至催化剂储罐10中的提升介质可以选自水蒸气、C1～C4烃类、N2或常规催化裂解干气，本发明优选干气。对管线21引入的将再生剂提升至催化剂储罐1中的提升介质可以选自水蒸气、C1～C4烃类、N2或常规催化裂解干气，本发明优选干气。
下面的实施例将对本发明予以进一步说明，但并不因此限制本发明。
实施例和对比例中所使用的原料油和催化剂相同。所用的原料A是一种裂解原料，具体性质见表1。所采用的催化剂含择形沸石和Y型分子筛，其具体性质见表2。实施例中所用的溶剂为环丁砜。实施例中所用的加氢改质催化剂组成为：23.4重％WO3、3.1重％NiO和余量氧化铝
实施例1
试验在中型催化裂化装置中进行。该装置包含一套的复合反应系统：主下行管反应器、辅助下行管反应器加流化床组合反应器、加氢改质反应器和溶剂抽提装置，主下行管反应器底部输出口连接流化床反应器底部。所用的催化剂为催化裂解专用催化剂，对表1所示的原料进行裂化，反应所得的产物和催化剂在沉降段分离，产物进入分离装置分离，催化剂进入流化床反应器；第二下行管顶部串联流化床反应器。采用的催化剂为催化裂解专用催化剂，对来自产物分离装置的富含烯烃的轻汽油(馏程为32-86℃，烯烃含量为53％，重量占重质原料的16％)、加氢改质柴油(馏程202-352℃，重量占重质原料的12％)和加氢改质油浆(馏程为353℃-终馏点，重量占重质原料的3.5％)进行裂化，所得油气和催化剂混合物进入流化床反应器内再次进行裂化反应；流化床反应器所得的油气与催化剂进入沉降段分离，催化剂进入汽提器汽提后进入再生器再生，所得再生剂再次进入辅助下行管、主下行管反应器和流化床反应器内进行反应。所得的反应产物进入分离装置分离成气态烃、轻汽油、重汽油、柴油和油浆。重汽油进入溶剂抽提装置分离成汽油和芳烃。柴油和油浆进入加氢改质装置进行加氢改质反应，产品进入加氢产物分离器分离成氢气和重馏分(此重馏分油为加氢改质柴油和加氢改质油浆的混合物，如上所述循环回辅助下行管反应器内再次反应)。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
对比例
试验在中型催化裂化装置中进行。该装置包含一套独立的反应再生系统：反应器为提升管反应器加流化床组合反应器，提升管反应器顶部输出口串联流化床反应器，对表1所示的原料进行裂化；反应后的油气与催化剂分离，催化剂进入汽提器汽提后进入再生器再生，然后再次进入提升管反应器内进行反应；来自流化床反应器的反应产物入产物分离装置。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
实施例2
参照实施例1，不同的是，轻质汽油与重质原料的质量比由0.16:1升至0.17:1，加氢改质柴油与重质原料的重量比由0.12:1升至0.17:1，加氢改质油浆与重质原料的质量比由0.035:1升至0.055:1。其反应操作条件以及反应结果见表3和表4。
由表3和表4可见，与对比例中不存在加氢改质反应器和溶剂抽提装置，且使用提升管反应器相比，实施例1增加主下行管反应器，加氢改质反应器和溶剂抽提装置，并将提升管反应器替换为辅助下行管反应器，柴油产率降低表明更多的柴油转化成低碳烯烃，柴油十六烷值提高说明由于柴油氢含量升高导致柴油质量改善。同时低碳烯烃产率明显增加，并且回收了苯、甲苯和C8芳烃等产品。与实施例1相比，实施例2中，增加了进入加氢改质反应器中柴油和油浆的量，同时提高了轻质汽油进入辅助下行管反应器的比例，乙烯、丙烯和丁烯产率进一步增加，苯、甲苯和C8芳烃等产品的产率也有所升高，转化率升高。柴油十六烷值增加，质量进一步改善。
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。
表1
项目 原料A
密度(20℃)，克·厘米<sup>-3</sup> 0.93
凝点，℃ 36
四组分，重量％
饱和分 72.1
芳香分 21.4
胶质 6.1
沥青质 0.4
元素组成，重量％
碳 86.71
氢 12.77
硫 0.43
氮 0.18
馏程/℃
初馏点 270
10重量％ 365
30重量％ 409
50重量％ 421
70重量％ 476
90重量％
表2
Figure BDA0002549919210000201
表3为实施例1-2和对比例的反应操作条件
Figure BDA0002549919210000211
表4为实施例1-2和对比例的反应结果
案例编号 实施例1 对比例 实施例2
物料平衡，重量％
干气 9.4 9.27 9.53
液化气 42.65 29.52 44.21
C5汽油(C5-221℃，TBP) 11.06 27.81 10.98
苯产率 1.06 1.23
甲苯产率 3.78 4.18
C8芳烃 4.24 4.99
柴油(221～350℃，TBP) 13.21 14.15 10.87
油浆(>350℃，TBP) 3.83 8.92 2.98
焦炭 10.77 10.33 11.03
转化率，重量％ 82.96 76.93 86.15
低碳烯烃产率，重量％
乙烯 4.77 3.84 5.16
丙烯 21.35 13.78 22.83
丁烯 12.39 11.39 12.89
乙烯+丙烯+丁烯 38.51 29.01 40.88
柴油十六烷值 33 29 35

Claims (19)

1.一种重质原料催化裂解的方法，其中，重质原料催化裂解在催化裂解反应系统中进行，所述催化裂解反应系统包括主下行管反应器(2)，辅助下行管反应器(9)和流化床反应器(3)，其中，所述主下行管反应器(2)和辅助下行管反应器(9)的物料出口均与所述流化床反应器(3)相连通，
所述方法包括：
a、将重质原料送入主下行管反应器(2)的上部与来自主下行管反应器(2)顶部的第一再生催化剂接触并由上至下进行第一催化裂解反应，得到第一产物和第一待生催化剂；
b、将轻质原料、加氢改质油送入辅助下行管反应器(9)的上部与来自辅助下行管反应器(9)顶部的第二再生催化剂接触并由上至下进行第二催化裂解反应，得到第二产物和第二待生催化剂；
c、将步骤a中所得第一产物和第一待生剂和步骤b中所得第二产物和第二待生剂送入流化床反应器(3)中与第三再生催化剂接触并进行第三催化裂解反应，得到第三产物和第三待生催化剂，将第三待生催化剂送入再生器(7)中进行再生，得到再生催化剂；
d、第三产物分馏后获得气态烃馏分、轻汽油馏分、重汽油馏分、柴油馏分和油浆；
e、所述重汽油馏分进入溶剂抽提设备(16)，获得芳烃；
f、至少一部分所述柴油馏分和/或至少一部分所述油浆馏分进入加氢改质装置(14)反应，得到加氢改质产物；所述加氢改质产物进入加氢产物分离装置(15)分离氢气，得到重馏分产物。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述轻质原料为富含烯烃的液化气组分和/或轻汽油组分。
3.根据权利要求2所述的方法，其中，至少一部分所述轻质原料来自所述气态烃馏分和/或所述轻汽油馏分。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，至少一部分所述加氢改质油来自于加氢产物分离装置(15)的所述重馏分产物。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤e中溶剂抽提装置(16)的温度为70-130℃，溶剂与所述重汽油馏分之间的体积比为2-7：1。
6.根据权利要求5所述的方法，其中，所述溶剂选自环丁砜、N-甲基吡咯烷酮、二乙二醇醚、三乙二醇醚、四乙二醇、二甲基亚砜和N-甲酰基吗啉醚中的一种或多种。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反应的条件包括：温度为500-700℃，剂油比为4-21，反应时间为0.4-9秒；
所述第二催化裂解反应的条件包括：温度为515-715℃，剂油比为7-27，反应时间为1-11秒；
所述第三催化裂解反应的条件包括：温度为475-653℃，重时空速为1-36小时-1，反应压力为0.12-0.37兆帕。
8.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括：将第三产物送入流化床反应器(3)上部的沉降段(4)中进行气固分离后送出所述沉降段(4)，将第三待生催化剂送入流化床反应器(3)下部的汽提段(5)中进行汽提后送入再生器(7)中。
9.根据权利要求1所述的方法，其中，所述方法还包括步骤h：
来自再生器(7)的部分所述再生催化剂作为所述第一再生催化剂送入所述主下行管反应器(2)的顶部；将剩余部分所述再生催化剂作为所述第二再生催化剂和所述第三再生催化剂分别送入所述辅助下行管反应器(9)的顶部和流化床反应器(3)的中部。
10.根据权利要求9所述的方法，其中，步骤h中，以单位时间内离开再生器的再生催化剂的总重量为基准，将11-69重量％的再生催化剂送入主下行管反应器(2)中，将29-61重量％的再生催化剂送入所述流化床反应器(3)中，将8-42重量％的再生催化剂送入所述辅助下行管反应器(9)中。
11.根据权利要求1所述的方法，其中，所述再生催化剂包括沸石、无机氧化物和可选的粘土；以再生催化剂的重量为基准，所述沸石的含量为1-52重量％，无机氧化物的含量为4-98重量％，粘土的含量为0-68重量％；
所述沸石包括择形沸石和Y型沸石；以干基计并以沸石总重量为基准，所述择形沸石为24-89重量％，所述Y型沸石为11-74重量％，所述择形沸石为选自ZSM系列沸石、ZRP沸石、镁碱沸石、菱沸石、环晶石、毛沸石、A沸石、柱沸石和浊沸石中的至少一种，所述Y型沸石为选自稀土Y型沸石、稀土氢Y型沸石、超稳Y型沸石和稀土超稳Y型沸石中的至少一种。
12.根据权利要求1所述的方法，步骤f在加氢催化剂存在下进行，所述加氢催化剂是负载在氧化铝和/或无定形硅铝上的ⅥB和Ⅷ族非贵金属催化剂。
13.根据权利要求1所述的方法，其中，所述重质原料为选自减压蜡油、常压蜡油、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、费托合成油和动植物油脂中的至少一种。
14.一种催化裂解系统，该催化裂解系统包括：
流化床反应器(3)，所述流化床反应器(3)设置有催化剂输入口、多个物料输入口、催化剂输出口和产物输出口；所述流化床(3)的多个物料输入口位于所述流化床反应器(3)的催化剂床层底部；
主下行管反应器(2)，所述主下行管反应器(2)设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述主下行管反应器(2)的物料输出口与所述流化床反应器(3)的一个物料输入口相连通；
辅助下行管反应器(9)，所述辅助下行管反应器(9)设置有位于顶部的催化剂输入口、位于上部的重质原料输入口和位于底部的物料输出口；所述辅助下行管反应器(9)的物料输出口与所述流化床反应器(3)的一个物料输入口相连通；
再生器(7)，所述再生器(7)设置有催化剂输入口和三个催化剂输出口；所述再生器(7)的催化剂输入口与所述汽提器(5)的催化剂输出口连通，所述再生器(7)的三个催化剂输出口分别与所述流化床反应器(3)的催化剂输入口、主下行管反应器(2)的催化剂输入口和辅助下行管反应器(9)的催化剂输入口连通；
产物分离装置(13)，所述产物分离装置(13)设置有物料输入口和多个物料输出口，所述产物分离装置(13)的物料输入口与所述流化床反应器(3)的产物输出口连通；
溶剂抽提装置(16)，所述溶剂抽提装置(16)设置有一个物料输入口和至少两个物料输出口，所述溶剂抽提装置(16)的物料输入口与所述产物分离装置(13)的一个物料输出口连通；和
加氢改质反应器(14)，所述加氢改质反应器(14)设置有多个物料输入口和物料输出口，所述加氢改质反应器(14)的至少一个物料输入口与所述产物分离装置(13)的至少一个物料输出口连通。
15.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，
所述流化床反应器(3)包括床层反应段、设置于床层反应段下方的汽提段(5)，设置于床层反应段上方的沉降段(4)；
所述流化床反应器(3)的催化剂输入口和物料输入口设置在所述床层反应段；所述流化床反应器(3)的产物输出口位于所述沉降段(4)的顶部；所述流化床反应器(3)的催化剂输出口位于所述汽提段(5)的下部。
16.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，所述产物分离装置(13)设置有气态烃输出口、轻汽油输出口、重汽油输出口、柴油输出口和油浆输出口，所述产物分离装置(13)的重汽油输出口与溶剂抽提装置(16)的物料输入口连通，所述产物分离装置(13)的柴油输出口和油浆输出口与所述加氢反应器(13)的柴油输入口和油浆输入口连通。
17.根据权利要求16所述的催化裂解系统，其中，所述催化裂解系统还包括气态烃分离单元，所述气态烃分离单元设置有物料输入口和富含烯烃的C4馏分输出口；所述气态烃分离单元的物料输入口与所述产物分离装置(13)的气态烃输出口连通，所述气态烃分离单元的富含烯烃的C4馏分输出口和/或所述产物分离装置(13)的轻汽油输出口与所述辅助下行管反应器(9)的轻质原料输入口连通。
18.根据权利要求14所述的催化裂解系统，其中，所述催化裂解系统还包括加氢产物分离装置(15)，所述加氢产物分离装置(15)的物料输入口与所述加氢改质反应器(14)的物料输出口相连，所述加氢产物分离装置(15)设置有氢气输出口和重馏分输出口。
19.根据权利要求18所述的催化裂解系统，其中，所述加氢产物分离装置(15)的重馏分输出口与所述辅助下行管反应器(9)的加氢改质油输入口连通。
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