TW201917199A - 生產高辛烷值的催化裂解汽油的方法 - Google Patents

Abstract

本公開涉及一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟：i) 使重質原料油在第一催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第一反應產物；ii) 使氫化循環油在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第二反應產物；iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油；iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油。本公開還涉及用於實施所述方法的催化裂解系統。本發明方法和系統能夠優化氫化循環油和重質原料油的反應條件，實現多產高辛烷值汽油。

Description

生產高辛烷值的催化裂解汽油的方法

相關申請的交叉引用 本申請要求申請人於2017年10月25日向中國專利局提交的申請號為201711010110.6、名稱為“一種高辛烷值汽油的生產方法”的專利申請的優先權，以及申請人於2017年10月25日向中國專利局提交的申請號為201711016169.6、名稱為“一種採用雙提升管進行催化裂解的方法和系統”的專利申請的優先權，上述專利申請的內容經此引用全文併入本文。技術領域 本發明涉及催化裂解的技術領域，具體地，涉及一種生產高辛烷值的催化裂解汽油的方法。

隨著原油重質化發展和市場對輕質油品需求的快速增長，在中國，用於重油輕質化的催化裂解技術得到快速發展。然而，必須面對的一個事實是催化裂解柴油（或稱輕循環油）的品質卻一直相對較差，密度大，芳烴含量高，十六烷值低，即使通過柴油氫化改質技術也難以達到日益嚴格的柴油規格。如何解決催化裂解輕循環油是一個日益嚴峻的問題。同時存在的另一個問題是國內成品汽油長期短缺，而催化裂解汽油占成品汽油的80%。因此，如何通過催化裂解工藝來實現重質原料油最大化生產高辛烷值汽油而不生產輕循環油可能是解決上述問題的新途徑。

美國專利US4585545批露了一種將催化裂解輕循環油全餾份先進行氫化處理，得到的氫化柴油再去催化裂解生產富含單環芳烴汽油的催化轉化方法。

中國專利申請公開CN14232327A公開了一種催化裂解循環油改質的方法，是將以重質油為原料的第一催化裂解裝置生產的輕循環油進行深度氫化，得到的氫化輕循環油再進入第二催化裂解裝置。在該方法的基礎上，中國專利申請公開CN1423689A強調第二催化裂解裝置中的催化劑要求含50-95%的擇形沸石和約5-50%的孔徑大於或等於約0.7 nm的大孔沸石，以選擇性地提高輕烯烴產率。

中國專利申請公開CN1466619A公開了一種催化裂解輕循環油的轉化方法，是將催化裂解提升管反應器劃分為上、下游兩個反應區，其中重質油注入下游區，其催化裂解產物輕循環油經氫化處理後得到的氫化輕循環油注入上游區。在該方法的基礎上，中國專利申請公開CN1425054A所公開的方法中，上游區的進料除了氫化輕循環油外，還增加了石腦油。但是該方法不僅氫耗高，而且氫化輕循環油在上游區反應會嚴重影響下游的重質油的轉化。

本領域仍然需要一種能夠減少輕循環油產量、提高催化裂解汽油產量，並同時提高其辛烷值的方法。

針對現有技術中存在的問題，本發明的一個目的是提供一種生產催化裂解汽油的方法和系統，其通過將氫化循環油和重質原料油從不同位置進料，並補充催化劑，使得能夠生產更多的具有高辛烷值的催化裂解汽油。

為了實現上述目的，一方面，本發明提供一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 使重質原料油在第一催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 使氫化循環油在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，步驟ii)與步驟i)在同一提升管反應器內進行，所述重質原料油和氫化循環油在所述提升管反應器的不同高度處進給到該提升管反應器中，且所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑在不同位點處注入所述提升管反應器；或者 步驟ii)與步驟i)在分開的提升管反應器內進行，且第二反應產物送入步驟i)所用的提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

在某些優選實施方式中，本發明方法包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入步驟i)所用的提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，所述第二噴嘴與所述第一噴嘴設置在該提升管反應器的不同高度處，且所述第二注入點不同於所述第一注入點。

進一步優選地，沿所述提升管反應器的高度方向，所述第二噴嘴設置在所述第一噴嘴的上方，所述第二注入點位於所述第一噴嘴和第二噴嘴之間。

更進一步優選地，在所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為約0.05-2秒。

特別優選地，所述提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-650℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料油的重量比為約1-50，重質原料油的油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.01-0.5，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化循環油的重量比為約5-100，氫化循環油的油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的微反應活性均不低於約60。

在某些優選實施方式中，本發明方法包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，將第二反應產物送入主提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

進一步優選地，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。

更進一步優選地，所述主提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-550℃，第一催化裂解催化劑與重質原料油的重量比為約4-8，油氣停留時間為約2-10秒，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.02-0.08，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60；和/或，所述副提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約520-650℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化循環油的重量比為約5-100，油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60。

在本發明方法的優選實施方式中，在步驟iv)之前將所述催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中使該重餾份氫化得到氫化產物；以及將所述輕餾份返回步驟ii)，在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應。

在本發明方法的優選實施方式中，氫化步驟iv)控制為使所得氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，氫含量不小於約10重量%，初餾點大於約165℃。

另一方面，本發明提供一種催化裂解系統，包括主提升管反應器、副提升管反應器、再生器、沉降器、主分餾塔、輕循環油分餾塔和氫化反應器，

所述主提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器設置有下部的第一原料入口和第二原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部，

所述主提升管反應器的頂部出口與所述沉降器的入口連通，沉降器的催化劑出口與所述再生器連通，沉降器的油氣出口與所述主分餾塔的入口連通，所述主分餾塔的輕循環油出口與所述輕循環油分餾塔的入口連通，

所述輕循環油分餾塔的重餾份出口與所述氫化反應器的入口連通，所述輕循環油分餾塔的輕餾份出口與所述副提升管反應器的第二原料入口連通，所述氫化反應器的氫化產物出口與所述副提升管反應器的第一原料入口連通，

所述再生器的再生催化劑出口與所述主提升管反應器的催化劑入口和所述副提升管反應器的催化劑入口分別連通。

在本發明系統的優選實施方式中，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管與所述第二反應段連通。

與現有技術相比，本發明的方法和系統可以實現一個或多個以下的優點： 1、徹底實現不產生輕循環油； 2、通過在同一提升管反應器的不同高度位置進料、並補充催化裂解催化劑來分別加工重質原料油和氫化循環油，有助於分別優化兩種原料的操作條件，實現兩者的最大化轉化，從而更多地生產高辛烷值的催化裂解汽油。進一步地，通過將氫化循環油在重質原料油的下游進料，可以有效縮短反應時間，進一步提高高辛烷值汽油的收率。 3、通過採用主、副提升管反應器分別加工重質原料油和氫化循環油，可以在主、副提升管反應器中採用不同的指令引數，最大限度地優化滿足氫化循環油催化裂解所需的苛刻條件，同時副提升管反應器出口直接連通主提升管反應器的中上部，可以縮短氫化循環油的反應時間，更多地生產高辛烷值的催化裂解汽油；同時簡化裝置構造，降低設備成本。

本發明的其他特徵和優點將在隨後的具體實施方式部分予以詳細說明。

以下將結合附圖通過具體的實施方式對本發明作出進一步的詳細描述，應當理解的是，此處所描述的具體實施方式僅用於說明和解釋本發明，但不以任何方式限制本發明。

在本文中所披露的任何具體數值（包括數值範圍的端點）都不限於該數值的精確值，而應當理解為還涵蓋了接近該精確值的值。並且，對於所披露的數值範圍而言，在該範圍的端點值之間、端點值與範圍內的具體點值之間，以及各具體點值之間可以任意組合而得到一個或多個新的數值範圍，這些新的數值範圍也應被視為在本文中具體公開。

如無特殊說明，本文所用的術語具有與本領域技術人員通常所理解的相同的含義，如果術語在本文中有定義，且其定義與本領域的通常理解不同，則以本文的定義為準。

本申請中，除了明確說明的內容之外，未提到的任何事宜或事項均直接適用本領域已知的那些而無需進行任何改變。而且，本文描述的任何實施方式均可以與本文描述的一種或多種其他實施方式自由結合，由此形成的技術方案或技術思想均視為本發明原始公開或原始記載的一部分，而不應被視為是本文未曾披露或預期過的新內容，除非本領域技術人員認為該結合明顯不合理。

在本申請中，催化裂解催化劑的微反應活性（MAT）數值指採用RIPP 92-90的標準方法（參見《石油化工分析方法（RIPP試驗方法）》，楊翠定等編，科學出版社，1990年9月第一版，第263-268頁）測得的數值。

在本文中提及的所有專利和非專利文獻，包括但不限於教科書和期刊文章等，均通過引用方式全文併入本文。

如上所述，為了克服現有技術中存在的問題，在第一方面，本發明提供了一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 使重質原料油在第一催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 使氫化循環油在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，步驟ii)與步驟i)在同一提升管反應器內進行，所述重質原料油和氫化循環油在所述提升管反應器的不同高度處進給到該提升管反應器中，且所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑在不同位點處注入所述提升管反應器；或者 步驟ii)與步驟i)在分開的提升管反應器內進行，且第二反應產物送入步驟i)所用的提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

在某些優選實施方式中，本發明方法包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入步驟i)所用的提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，所述第二噴嘴與所述第一噴嘴設置在該提升管反應器的不同高度處，且所述第二注入點不同於所述第一注入點。

在這類優選實施方式中，對第一噴嘴和第二噴嘴的相對位置關係並無特殊要求，第一噴嘴可以設置於第二噴嘴的上方或下方。優選地，沿所述提升管反應器的高度方向，所述第二噴嘴設置在所述第一噴嘴的上方，所述第二注入點位於所述第一噴嘴和第二噴嘴之間。

在這類優選實施方式中，氫化循環油和重質原料油分層進入提升管反應器，使得可以優化滿足不同進料所需的催化裂解反應條件，從而實現最大程度地轉化，尤其是在反應油氣和催化劑的混合物與氫化循環油接觸前進一步補充催化劑，有利於強化氫化循環油的轉化。

在進一步優選的實施方式中，在所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間可以為約0.05-2秒，優選為約0.1-1秒。

在特別優選的實施方式中，所述提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-650℃，優選約490-550℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料油的重量比為約1-50，優選約3-30，重質原料油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.01-0.5，優選約0.02-0.2；第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化循環油的重量比為約5-100，優選約8-50，氫化循環油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選約0.01-0.1，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的微反應活性均不低於約60，優選不低於約62。

在另一些優選的實施方式中，本發明方法包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，將第二反應產物送入主提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

在進一步優選的實施方式中，所述主提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-550℃，優選約500-520℃，第一催化裂解催化劑與重質原料油的重量比為約4-8，優選約5-7，油氣停留時間為約2-10秒，優選約2-8秒，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.02-0.08，優選約0.03-0.05，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62；和/或，所述副提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約520-650℃，優選為約550-590℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化循環油的重量比為約5-100，優選為約8-50，油氣停留時間為約1-10秒，優選為約1-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選為約0.02-0.2，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62。

在本發明方法的優選實施方式中，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的重量比可以為約1:0.02至約1:1，優選為約1：0.03至約1：0.5。

在本發明方法的優選實施方式中，所述提升管反應器可以為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或者帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

在進一步優選的實施方式中，所述主提升管反應器可以由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。

在本發明方法的某些優選實施方式中，可以在步驟iv)之前將所述催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中使該重餾份氫化得到氫化產物；以及將所述輕餾份返回步驟ii)，在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應。

在進一步優選的實施方式中，所述催化裂解輕循環油的分割溫度可以為240-260℃。

在本發明方法的某些優選實施方式中，還可以在步驟iv)中對外部來源的催化裂解輕循環油或其部分餾份進行氫化處理，並將所得氫化產物作為所述氫化循環油返回步驟ii)進行催化裂解反應，從而增加原料來源，多產高辛烷值汽油。

在本發明中，所用重質原料油可以是本領域技術人員所熟知的任何重質原料。例如，所述重質原料油可以選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油、常壓渣油和它們的任意組合。任選地，其它重質原料油也可以直接或者通過本領域技術人員熟知的方式處理後用在本發明中。

在本發明中，所述催化裂解催化劑可以採用本領域技術人員所熟知的適用於重油催化裂解的各種催化劑。在優選的實施方式中，以乾基計並以催化裂解催化劑的重量為基準，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50重量%的沸石、約5-90重量%的無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石優選選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、Beta沸石和它們的任意組合，所述無機氧化物優選選自二氧化矽、三氧化鋁和它們的任意組合；所述粘土優選選自高嶺土和/或多水高嶺土。

在本發明中，氫化步驟iv)可以在本領域技術人員所熟知的條件下進行。例如，所述步驟iv)可以在氫化處理催化劑存在下進行，所述氫化處理催化劑可以包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份可以為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體可以選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁、和它們的任意組合。優選地，所述活性金屬組份可以為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。更優選地，所述氫化處理催化劑可包括約15-30重量%的活性金屬組份和約70-85重量%的載體。

在優選的實施方式中，所述氫化步驟iv)的氫化反應條件可以為：氫分壓約5.0-22.0 MPa，優選約8.0-15.0 MPa，反應溫度約330-450℃，優選約340-380℃，體積空速約0.1-10.0 h^-1 ，優選為約0.1-3.0 h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ ，優選為約350-1200 Nm³ /m³ 。

在本發明方法的某些優選實施方式中，步驟iv)所得產物經分離，得到初餾點大於約165℃，優選大於約170℃，或者初餾點大於約250℃，優選大於約260℃的餾份作為氫化產物（根據氫化原料不同也可稱為氫化輕循環油或氫化重餾份）。優選地，所述步驟iv)控制為使得所述氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，優選不大於約10重量%，更優選不大於約8重量%，氫含量為不小於約10重量%，優選不小於約11重量%，更優選不小於約14重量%。

在本發明方法的某些具體實施方式中，將經過催化裂解反應後的待生催化劑（包括與第一催化裂解催化劑對應的第一待生催化劑和與第二催化裂解催化劑對應的第二待生劑）在再生器中燒焦再生得到再生催化劑，並將所述再生催化劑循環回步驟i)和步驟ii)中分別作為所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑。在此情況下，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的重量比就是再循環作為所述第一催化裂解催化劑的再生催化劑與再循環作為第二催化裂解催化劑的再生催化劑的循環重量比。

在第一類具體實施方式中，本發明提供了一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入提升管反應器，與催化裂解催化劑接觸進行反應， ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入所述提升管反應器，與催化裂解催化劑接觸進行反應； iii) 將來自所述提升管反應器的催化裂解反應產物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份在氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸進行氫化處理，得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，步驟i)和步驟ii)中所述的與催化裂解催化劑接觸包括與經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入所述提升管反應器中的第一催化裂解催化劑，和經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入所述提升反應器中的第二催化裂解催化劑接觸，並且所述第二噴嘴與所述第一噴嘴沿所述提升管反應器的高度方向間隔設置，且所述第二注入點不同於所述第一注入點。

優選地，沿所述提升管反應器的高度方向，所述第二噴嘴設置於所述第一噴嘴的上方，所述第二催化裂解催化劑經由位於所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的第二注入點注入所述提升管反應器中。

進一步優選地，所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器中，反應油氣的停留時間為約0.05-2秒，優選為約0.1-1秒。

優選地，在步驟iv)之前將催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中將所述重餾份在氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸進行氫化處理，得到所述氫化產物。進一步優選地，將所述輕餾份返回步驟ii)，經由單獨的第三噴嘴噴入所述提升管反應器，或者與所述氫化產物一起經由第二噴嘴噴入所述提升管反應器，與催化裂解催化劑接觸進行反應。特別優選地，沿所述提升管反應器的高度方向，所述第三噴嘴位於所述第二噴嘴的下方，進一步優選地所述第二、第三和第一噴嘴按照上-中-下的位置關係設置。

優選地，所述重質原料油選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油、常壓渣油和它們的任意組合。

在此類具體實施方式中，所述催化裂解反應可以在本領域技術人員熟知的條件下進行。例如，所述重質原料油的催化裂解反應條件可以包括：反應溫度（提升管出口處）為約450-650℃，優選約490-550℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料油的重量比為約1-50，優選約3-30，油氣停留時間（從第一噴嘴至提升管反應器出口處）為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.01-0.5，優選約0.02-0.2。所述氫化循環油的催化裂解反應條件可以包括：反應溫度（提升管出口處）為約450-650℃，優選約490-550℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化循環油的重量比為約5-100，優選約8-50，油氣停留時間（從第二噴嘴至提升管反應器出口處）為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選約0.01-0.1，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的微反應活性均不低於約60，優選不低於約62，所述微反應活性採用RIPP 92-90催化裂解工業平衡催化劑的微反應活性試驗法進行測定。

優選地，以乾基計並以催化裂解催化劑的重量為基準，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50重量%的沸石、約5-90重量%的無機氧化物和0-70重量%的粘土，所述沸石優選選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、Beta沸石和它們的任意組合，所述無機氧化物優選選自二氧化矽、三氧化鋁和它們的任意組合；所述粘土優選選自高嶺土和/或多水高嶺土。

優選地，所述提升管反應器可以為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或者帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

優選地，所述氫化處理催化劑可以包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份可以為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體可以選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁和它們的任意組合。

進一步優選地，所述活性金屬組份可以為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。

更進一步優選地，所述氫化處理催化劑可以包括約15-30重量%的活性金屬組份和約70-85重量%的載體。

優選地，所述氫化步驟iv)的氫化處理條件如下：氫分壓約5.0-22.0 MPa，優選約8.0-15.0 MPa，反應溫度約330-450℃，優選約340-380℃，體積空速約0.1-10.0 h^-1 ，優選為約0.1-3.0 h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ ，優選為約350-1200 Nm³ /m³ 。

優選地，步驟iv)所得產物經分離，得到初餾點大於約165℃，優選大於約170℃，或者初餾點大於約250℃、優選大於約260℃的餾份作為所述氫化產物（根據氫化原料不同也可稱為氫化輕循環油或氫化重餾份）。進一步優選地，步驟iv)控制為使得所述氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，優選不大於約10重量%，更優選不大於約8重量%，氫含量為不小於約10重量%，優選不小於約11重量%，更優選不小於約14重量%。

任選地，還可以在步驟iv)中對外部來源的催化裂解輕循環油或其部分餾份進行氫化處理，並將所得氫化產物作為所述氫化循環油返回步驟ii)進行催化裂解反應，從而增加原料來源，多產高辛烷值汽油。

優選地，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的重量比（即，單位時間內的循環重量比）為約1:0.02至約1:1，優選為約1：0.03至約1：0.5。

本發明的這類具體實施方式可實現一種或多種以下的優點： 1、徹底實現不產生輕循環油。 2、通過在同一提升管反應器的不同高度位置進料、並補充催化劑來分別加工重質原料油和氫化循環油，有助於分別優化兩種原料的操作條件，實現兩者的最大化轉化，從而最大程度地生產高辛烷值的催化裂解汽油。 3、通過將氫化循環油在重質原料油的下游進料，可以有效縮短反應時間，進一步提高高辛烷值汽油收率。

下面結合附圖對本發明方法的這類具體實施方式作進一步說明，但是並不因此而限制本發明。

如圖1所示，在本發明方法的一種優選實施方式中，重質原料油經重質原料油管線105通過第一噴嘴107進入提升管反應器119，催化裂解輕循環油經輕循環油管線101進入氫化反應器103，氫氣經氫氣管線102引入氫化反應器103。氫化後的氫化產物（即氫化循環油）經氫化循環油管線104通過第二噴嘴106進入提升管反應器119中。來自再生器113的一部分再生催化劑經第一再生斜管110由第一再生滑閥111控制經由第一注入點注入提升管反應器119的底部作為第一催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，進入重質原料油反應區I，在該反應區內與經第一噴嘴107進給的重質原料油接觸、反應和上行；隨後反應油氣和催化劑的混合物進入氫化循環油反應區II，在該反應區內與經第二噴嘴106進給的氫化循環油接觸、反應和上行。來自再生器113的另一部分再生催化劑經第二再生斜管108由第二再生滑閥109控制經由位於第一噴嘴107和第二噴嘴106之間的第二注入點注入提升管反應器119作為第二催化裂解催化劑，以強化氫化循環油反應區II內氫化循環油的裂解反應。沿提升管反應器119的高度方向，第二噴嘴106和第一噴嘴107按上-下的相對位置關係設置。自提升管反應器119頂部排出的催化裂解反應產物和待生催化劑進入沉降器112進行反應產物和催化劑的分離，分離後的待生催化劑進入再生器113再生並循環。而分離後的反應產物經過產物管線114進入分餾塔118，從分餾塔118出來的油漿經油漿管線117作為產品排出裝置；從分餾塔118出來的油氣經油氣管線115進入後續的吸收穩定系統（圖中未繪出），得到乾氣、液化氣和高辛烷值汽油；而分餾塔118引出的催化裂解輕循環油經再循環管線116和輕循環油管線101進入氫化反應器103循環。

如圖2所示，在本發明方法的一種進一步優選的實施方式中，重質原料油經重質原料油管線205通過第一噴嘴208進入提升管反應器221，催化裂解輕循環油重餾份經重餾份管線201進入氫化反應器203，氫氣經氫氣管線202引入氫化反應器203。氫化後的氫化產物（即氫化循環油）經氫化循環油管線204通過第二噴嘴206進入提升管反應器221中，催化裂解輕循環油輕餾份經輕餾份管線219通過第三噴嘴207進入提升管反應器221中。來自再生器214的一部分再生催化劑經第一再生斜管212由第一再生滑閥211控制經由第一注入點注入提升管反應器221的底部作為第一催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，進入重質原料油反應區I，在該反應區內與經第一噴嘴208進給的重質原料油接觸、反應和上行；隨後反應油氣和催化劑的混合物進入氫化循環油反應區II，在該反應區內與經第二噴嘴206進給的氫化循環油和經第三噴嘴207進給的催化裂解輕循環油輕餾份接觸、反應和上行。來自再生器214的另一部分再生催化劑經第二再生斜管209由第二再生滑閥210控制經由位於第一噴嘴208和第二噴嘴206之間的第二注入點注入提升管反應器221作為第二催化裂解催化劑，以強化氫化循環油反應區II內氫化循環油和輕餾份的裂解反應。沿提升管反應器221的高度方向，第二噴嘴206、第三噴嘴207和第一噴嘴208按上-中-下的相對位置關係設置。自提升管反應器221頂部排出的催化裂解反應產物和待生催化劑進入沉降器213進行反應產物和催化劑的分離，分離後的待生催化劑進入再生器214再生並循環。而分離後的反應產物經過產物管線215進入主分餾塔217，從主分餾塔217出來的油漿經油漿管線222作為產品排出裝置；從主分餾塔217出來的油氣經油氣管線216進入後續的吸收穩定系統（圖中未繪出），得到乾氣、液化氣和高辛烷值汽油；而主分餾塔217引出的催化裂解輕循環油在輕循環油分餾塔218中分割得到輕餾份和重餾份，催化裂解輕循環油重餾份經再循環管線220和重餾份管線201進入氫化反應器203循環，催化裂解輕循環油輕餾份經輕餾份管線219通過第三噴嘴207進入提升管反應器221中。

在第二類具體實施方式中，本發明提供了一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，與經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器的第一催化裂解催化劑接觸進行反應，得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器，與經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器的第二催化裂解催化劑接觸進行反應，得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份在氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸進行氫化處理，得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，將第二反應產物送入主提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合，將從主提升管反應器頂部得到的混合物在步驟iii)中進行分離。

優選地，在步驟iv)之前將催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中將所述重餾份在氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸進行氫化處理得到所述氫化產物。進一步優選地，將所述輕餾份返回步驟ii)，經由單獨的第三噴嘴噴入所述副提升管反應器，或者與所述氫化產物一起經由第二噴嘴噴入所述副提升管反應器，在其中進行催化裂解反應。特別優選地，沿所述副提升管反應器的高度方向，所述第三噴嘴位於所述第二噴嘴的下方。

在此類具體實施方式中，所述催化裂解反應可以在本領域技術人員熟知的條件下進行。例如，所述主提升管反應器內的條件可以包括：反應溫度為約450-550℃，優選約500-520℃，第一催化裂解催化劑與重質原料油的重量比為約4-8，優選約5-7，油氣停留時間為約2-10秒，優選約2-8秒，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.02-0.08，優選約0.03-0.05，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62，所述微反應活性採用RIPP 92-90催化裂解工業平衡催化劑的微反應活性試驗法進行測定。所述副提升管反應器內的反應條件可以包括：反應溫度為約520-650℃，優選為約550-590℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化循環油的重量比為約5-100，優選為約8-50，油氣停留時間為約1-10秒，優選為約1-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選為約0.02-0.2，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62。

優選地，以乾基計並以催化裂解催化劑的重量為基準，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50 重量%的沸石、約5-90重量%的無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石優選選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、Beta沸石和它們的任意組合，所述無機氧化物優選選自二氧化矽、三氧化鋁和它們的任意組合；所述粘土優選選自高嶺土和/或多水高嶺土。

優選地，所述重質原料油選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油、常壓渣油和它們的任意組合。

優選地，所述主提升管反應器和副提升管反應器可以各自獨立地為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或者帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

優選地，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。

在此類具體實施方式中，若主提升管反應器的高度為h，則主提升管反應器的中上部一般指該提升管反應器的約1/3 h以上高度，優選約1/3 h以上至約4/5 h以下的高度。

優選地，步驟iv)所用的氫化處理催化劑可以包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份可以為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體可以選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁和它們的任意組合。進一步優選地，所述活性金屬組份可以為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。

更進一步優選地，所述氫化處理催化劑可以包括約15-30重量%的活性金屬組份和約70-85重量%的載體。

優選地，步驟iv)的氫化處理條件為：氫分壓為約5.0-22.0 MPa，優選為約8.0-15.0 MPa，反應溫度為約330-450℃，優選為約340-380℃，體積空速為約0.1-10.0h^-1 ，優選為約0.1-3.0 h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ ，優選為約350-1200 Nm³ /m³ 。

優選地，步驟iv)所得的產物經分離，得到初餾點大於約165℃，優選大於約170℃，或者初餾點大於約250℃、優選大於約260℃的餾份作為所述氫化產物（根據氫化原料不同也可稱為氫化輕循環油或氫化重餾份）。進一步優選地，步驟iv)控制為使得所述氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，優選不大於約10重量%，更優選不大於約8重量%，氫含量為不小於約10重量%，優選不小於約11重量%，更優選不小於約14重量%。

任選地，還可以在步驟iv)中對外部來源的催化裂解輕循環油或其部分餾份進行氫化處理，並將所得氫化產物作為所述氫化循環油返回步驟ii)進行催化裂解反應，從而增加原料來源，多產高辛烷值汽油。

本發明的這類具體實施方式可實現一種或多種以下的優點： 1、徹底實現不產生輕循環油。 2、通過採用主、副提升管反應器分別加工重質原料油和氫化循環油，可以在主、副提升管反應器中採用不同的指令引數，最大限度地優化滿足氫化輕循環油催化裂解所需的苛刻條件，同時副提升管反應器出口直接連通主提升管反應器的中上部，可以在縮短氫化循環油反應時間的同時簡化裝置構造，從而最大程度地生產高辛烷值的催化裂解汽油。

下面結合附圖對本發明方法的這類具體實施方式作進一步說明，但是並不因此而限制本發明。

如圖3所示，在本發明方法的一種優選的實施方式中，重質原料油通過第一噴嘴307進入主提升管反應器301，催化裂解輕循環油經輕循環油管線312進入氫化反應器302，氫氣經氫氣管線313引入氫化反應器302。氫化後的氫化產物（即氫化循環油）經氫化循環油管線316通過第二噴嘴308進入副提升管反應器304中。來自再生器305的一部分再生催化劑經第一再生斜管310經由第一注入點注入主提升管反應器301的底部作為第一催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，與經第一噴嘴307進給的重質原料油接觸、反應和上行。來自再生器305的另一部分再生催化劑經第二再生斜管309經由第二注入點注入副提升管反應器304的底部作為第二催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，與經第二噴嘴308進給的氫化循環油接觸、反應和上行，所得的反應物料（包括第二反應產物和待生催化劑）自副提升管反應器304頂部出口通過水平管送入主提升管反應器301中上部，與其中的物料匯合。自主提升管反應器301頂部排出的催化裂解反應產物和待生催化劑進入沉降器306進行反應產物和催化劑的分離，分離後的待生催化劑進入再生器305再生並循環。而分離後的反應產物經過產物管線317進入分餾塔303，從分餾塔303出來的油漿經油漿管線315作為產品排出裝置；從分餾塔303出來的油氣經油氣管線314進入後續的吸收穩定系統（圖中未繪出），得到乾氣、液化氣和高辛烷值汽油；而分餾塔303引出的催化裂解輕循環油經再循環管線311和輕循環油管線312進入氫化反應器302循環。

如圖4所示，在本發明方法的一種進一步優選的實施方式中，重質原料油通過第一噴嘴407進入主提升管反應器401，催化裂解輕循環油重餾份經重餾份管線413進入氫化反應器420，氫氣經氫氣管線416引入氫化反應器420。氫化後的氫化產物（即氫化循環油）經氫化循環油管線412通過第二噴嘴408進入副提升管反應器404中，催化裂解輕循環油輕餾份經輕餾份管線418通過第三噴嘴419進入副提升管反應器404中。來自再生器405的一部分再生催化劑經第一再生斜管410經由第一注入點注入主提升管反應器401的底部作為第一催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，與經第一噴嘴407進給的重質原料油接觸、反應和上行。來自再生器405的另一部分再生催化劑經第二再生斜管409經由第二注入點注入副提升管反應器404的底部作為第二催化裂解催化劑，在預提升介質的作用下上行，與經第二噴嘴408進給的氫化循環油和經第三噴嘴419進給的催化裂解輕循環油輕餾份接觸、反應和上行，所得的反應物料（包括第二反應產物和待生催化劑）自副提升管反應器404頂部出口通過水平管送入主提升管反應器401中上部，與其中的物料匯合。沿副提升管反應器404的高度方向，第二噴嘴408和第三噴嘴419按上-下的相對位置關係設置。自主提升管反應器401頂部排出的催化裂解反應產物和待生催化劑進入沉降器406進行反應產物和催化劑的分離，分離後的待生催化劑進入再生器405再生並循環。而分離後的反應產物經過產物管線417進入主分餾塔403，從主分餾塔403出來的油漿經油漿管線415作為產品排出裝置；從主分餾塔403出來的油氣經油氣管線414進入後續的吸收穩定系統（圖中未繪出），得到乾氣、液化氣和高辛烷值汽油；而主分餾塔403引出的催化裂解輕循環油經輕循環油管線411送到輕循環油分餾塔402，在其中分割得到輕餾份和重餾份，催化裂解輕循環油重餾份經重餾份管線413進入氫化反應器420循環，催化裂解輕循環油輕餾份經輕餾份管線418通過第三噴嘴419進入副提升管反應器404中。

在第二方面，本發明提供了一種催化裂解系統，包括主提升管反應器、副提升管反應器、再生器、沉降器、分餾塔和氫化反應器，

所述主提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部，

所述主提升管反應器的頂部出口與所述沉降器的入口連通，沉降器的催化劑出口與所述再生器連通，沉降器的油氣出口與所述分餾塔的入口連通，所述分餾塔的輕循環油出口與所述氫化反應器的入口連通，氫化反應器的氫化產物出口與所述副提升管反應器的原料入口連通，

所述再生器的再生催化劑出口與所述主提升管反應器的催化劑入口和所述副提升管反應器的催化劑入口分別連通。

在優選的實施方式中，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管與所述第二反應段連通。

下面結合附圖對本發明的上述催化裂解系統作進一步說明，但是並不因此而限制本發明。

如圖3所示，在一種優選實施方式中，本發明的催化裂解系統包括主提升管反應器301、副提升管反應器304、再生器305、沉降器306、分餾塔303和氫化反應器302；主提升管反應器301設置有下部的原料入口（即第一噴嘴307）、底部的催化劑入口和頂部的出口，副提升管反應器304設置有下部的原料入口（即第二噴嘴308）、底部的催化劑入口和頂部的出口，副提升管反應器304的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器301的中上部；主提升管反應器301的頂部出口與沉降器306的入口連通，沉降器306的催化劑出口與再生器305連通，沉降器306的油氣出口與分餾塔303的入口連通，分餾塔303的輕循環油出口與氫化反應器302的入口連通，氫化反應器302的氫化產物出口與副提升管反應器304的原料入口連通，再生器305的催化劑出口與主提升管反應器301的催化劑入口和副提升管反應器304的催化劑入口分別連通。

進一步地，如圖3所示，主提升管反應器301由下至上同軸設置有第一反應段I和第二反應段II，第二反應段II的內徑大於第一反應段I，副提升管反應器304的頂部出口通過水平管連通於第二反應段II。另外，第二反應段II的上方可以同軸設置有出口段，出口段的內徑可以小於第二反應段II，出口段與沉降器306相連。

在協力廠商面，本發明提供了一種催化裂解系統，包括主提升管反應器、副提升管反應器、再生器、沉降器、主分餾塔、輕循環油分餾塔和氫化反應器，

所述主提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器設置有下部的第一原料入口和第二原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部，

所述主提升管反應器的頂部出口與所述沉降器的入口連通，沉降器的催化劑出口與所述再生器連通，沉降器的油氣出口與所述主分餾塔的入口連通，所述主分餾塔的輕循環油出口與所述輕循環油分餾塔的入口連通，

所述輕循環油分餾塔的重餾份出口與所述氫化反應器的入口連通，所述輕循環油分餾塔的輕餾份出口與所述副提升管反應器的第二原料入口連通，所述氫化反應器的氫化產物出口與所述副提升管反應器的第一原料入口連通，

所述再生器的再生催化劑出口與所述主提升管反應器的催化劑入口和所述副提升管反應器的催化劑入口分別連通。

在優選的實施方式中，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管與所述第二反應段連通。

下面結合附圖對本發明的上述催化裂解系統作進一步說明，但是並不因此而限制本發明。

如圖4所示，在一種優選實施方式中，本發明的催化裂解系統包括主提升管反應器401、副提升管反應器404、再生器405、沉降器406、主分餾塔403、輕循環油分餾塔402和氫化反應器420；主提升管反應器401設置有下部的原料入口（即第一噴嘴407）、底部的催化劑入口和頂部的出口，副提升管反應器404設置有下部的第一原料入口（即第二噴嘴408）和第二原料入口（即第三噴嘴419）、底部的催化劑入口和頂部的出口，副提升管反應器404的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器401的中上部；主提升管反應器401的頂部出口與沉降器406的入口連通，沉降器406的催化劑出口與再生器405連通，沉降器406的油氣出口與主分餾塔403的入口連通，主分餾塔403的輕循環油出口與輕循環油分餾塔402的入口連通，輕循環油分餾塔402的重餾份出口與氫化反應器420的入口連通，輕循環油分餾塔402的輕餾份出口與的副提升管反應器404的第二原料入口連通，氫化反應器420的氫化產物出口與副提升管反應器404的第一原料入口連通，再生器405的催化劑出口與主提升管反應器401的催化劑入口和副提升管反應器404的催化劑入口分別連通。

進一步地，如圖4所示，主提升管反應器401由下至上同軸設置有第一反應段I和第二反應段II，第二反應段II的內徑大於第一反應段I，副提升管反應器404的頂部出口通過水平管連通於第二反應段II。另外，第二反應段II的上方可以同軸設置有出口段，出口段的內徑可以小於第二反應段II，出口段與沉降器406相連。

在某些優選的實施方式中，本發明提供了以下各項的技術方案：

A1、一種高辛烷值汽油的生產方法，該方法包括： 將重質原料從第一噴嘴噴入提升管反應器中與來自提升管反應器底部的第一催化裂解催化劑和來自提升管反應器中部的第二催化裂解催化劑接觸並進行催化裂解反應，得到反應產物和待生催化劑； 將所得反應產物進行分離，至少得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； 將所得待生催化劑送入再生器中進行燒焦再生，得到再生催化劑； 將再生催化劑作為所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑送入所述提升管反應器中； 將催化裂解輕循環油送入氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸並進行氫化處理，得到氫化輕循環油； 將氫化輕循環油從第二噴嘴送入所述提升管反應器中進行所述催化裂解反應，其中，所述第二噴嘴與所述第一噴嘴沿高度方向間隔設置。

A2、根據專案A1所述的生產方法，其中，沿高度方向，所述第二噴嘴設置於所述第一噴嘴的上方，所述第二催化裂解催化劑從所述第二噴嘴上方或所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的位置送入提升管反應器中。

A3、根據專案A1或A2所述的生產方法，其中，所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器中，反應油氣的停留時間為約0.05-2秒。

A4、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述重質原料為選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油和常壓渣油中的至少一種。

A5、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述重質原料的催化裂解反應的條件包括：反應溫度為約520-650℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料的重量比為約1-50，油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與重質原料的重量比為約0.01-0.5，再生催化劑的微反應活性不低於約60，所述微反應活性採用RIPP 92-90催化裂解工業平衡催化劑的微反應活性試驗法進行測定。

A6、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述再生催化劑包括約10-50 重量%沸石、約5-90重量%無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石為選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石和Beta沸石的至少一種。

A7、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述提升管反應器為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

A8、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述氫化處理催化劑包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體為選自氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁中的至少一種。

A9、根據專案A8所述的生產方法，其中，所述活性金屬組份為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。

A10、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述氫化處理的條件為：氫分壓為約5.0-22.0 MPa，反應溫度為約330-450℃，體積空速為約0.1-10.0h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ 。

A11、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述氫化輕循環油中雙環芳烴含量不大於約20重量%。

A12、根據專案A1所述的生產方法，其中，所述氫化輕循環油的催化裂解反應條件包括：反應溫度為約520-650℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化輕循環油的重量比為約5-100，油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與氫化輕循環油的重量比為約0.01-0.3。

A13、根據專案A1所述的生產方法，其中，單位時間內，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的循環重量比為約1:0.02至約1:1。

B1、一種採用雙提升管進行催化裂解的方法，該方法包括： 將重質原料從第一噴嘴噴入主提升管反應器下部與來自主提升管反應器底部的第一催化裂解催化劑接觸並進行第一催化裂解反應，得到第一反應產物和第一待生催化劑從主提升管反應器頂部出口送出； 將所得第一反應產物送入產物分離裝置進行分離，至少得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； 將催化裂解輕循環油送入氫化反應器中與氫化處理催化劑接觸並進行氫化處理，得到氫化輕循環油； 將氫化輕循環油從第二噴嘴送入副提升管反應器中與第二催化裂解催化劑接觸並進行第二催化裂解反應，所得第二反應產物和第二待生催化劑；其中，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部； 將第二反應產物和第二待生催化劑送入所述主提升管反應器中上部與第一反應產物和第一待生催化劑一起從主提升管反應器頂部出口送出； 將所得第一待生催化劑和第二待生催化劑送入再生器中進行燒焦再生，得到再生催化劑；將所得再生催化劑作為所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑分別送入所述主提升管反應器和副提升管反應器中； 將第二反應產物和第一反應產物一起送入產物分離裝置中進行分離。

B2、根據專案B1所述的方法，其中，所述重質原料為選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油和常壓渣油中的至少一種。

B3、根據專案B1所述的方法，其中，所述第一催化裂解反應的條件包括：溫度為約450-550℃，第一催化裂解催化劑與重質原料的重量比為約4-8，油氣停留時間為約2-10秒，壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料的重量比為約0.02-0.08，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，所述微反應活性採用RIPP 92-90催化裂解工業平衡催化劑的微反應活性試驗法進行測定。

B4、根據專案B1所述的方法，其中，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50 重量%沸石、約5-90重量%無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石為選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石和Beta沸石的至少一種。

B5、根據專案B1所述的方法，其中，所述主提升管反應器和副提升管反應器各自獨立地為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

B6、根據專案B1所述的方法，其中，所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。

B7、根據專案B1所述的方法，其中，所述氫化處理催化劑包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體為選自氧化鋁、二氧化矽和無定形矽鋁中的至少一種。

B8、根據專案B7所述的方法，其中，所述活性金屬組份為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。

B9、根據專案B1所述的方法，其中，所述氫化處理的條件為：氫分壓約5.0-22.0 MPa，反應溫度約330-450℃，體積空速約0.1-10.0h^-1 ，氫油體積比約100-2000 Nm³ /m³ 。

B10、根據專案B1所述的方法，其中，所述氫化輕循環油中雙環芳烴含量不大於約20重量%。

B11、根據專案B1所述的方法，其中，所述第二催化裂解反應條件包括：反應溫度為約520-650℃，壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化輕循環油的重量比為約5-100，油氣停留時間為約1-10秒，水蒸汽與氫化輕循環油的重量比為約0.01-0.3，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60。

B12、一種採用雙提升管進行催化裂解的系統，該系統包括主提升管反應器301、氫化反應器302、產物分離裝置（即分餾塔）303、副提升管反應器304、再生器305和沉降器306；

所述主提升管反應器301設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器304設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器304的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器301中上部；

所述主提升管反應器301的頂部出口與沉降器306入口連通，沉降器306的催化劑出口與所述再生器305連通，所述沉降器306的油氣出口與所述產物分離裝置303入口連通，所述產物分離裝置303設置的輕循環油出口與所述氫化反應器302入口連通，所述氫化反應器302的氫化輕循環油出口與所述副提升管反應器304的原料入口連通，所述再生器305的催化劑出口與所述主提升管反應器301催化劑入口和副提升管反應器304的催化劑入口連通。

B13、根據專案B12所述的系統，其中，所述主提升管反應器301由下至上同軸設置有第一反應段I和第二反應段II，所述第二反應段II的內徑大於第一反應段I，所述副提升管反應器304的頂部出口通過水平管連通於所述第二反應段II。

C1、一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 使重質原料油在第一催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 使氫化循環油在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，步驟ii)與步驟i)在同一提升管反應器內進行，所述重質原料油和氫化循環油在所述提升管反應器的不同高度處進給到該提升管反應器中，且所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑在不同位點處注入所述提升管反應器；或者 步驟ii)與步驟i)在分開的提升管反應器內進行，且第二反應產物送入步驟i)所用的提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

C2、根據專案C1所述的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入步驟i)所用的提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，所述第二噴嘴與所述第一噴嘴設置在所述提升管反應器的不同高度處，且所述第二注入點不同於所述第一注入點。

C3、根據專案C1所述的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，將第二反應產物送入主提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。

C4、根據專案C2所述的方法，其中沿所述提升管反應器的高度方向，所述第二噴嘴設置在所述第一噴嘴的上方，所述第二注入點位於所述第一噴嘴和第二噴嘴之間。

C5、根據專案C4所述的方法，其中在所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為約0.05-2秒，優選為約0.1-1秒。

C6、根據專案C2和C 4-C5中任一項所述的方法，其中所述提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-650℃，優選約490-550℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料油的重量比為約1-50，優選約3-30，重質原料油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.01-0.5，優選約0.02-0.2；第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化循環油的重量比為約5-100，優選約8-50，氫化循環油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選約0.01-0.1，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的微反應活性均不低於約60，優選不低於約62。

C7、根據專案C3所述的方法，其中所述主提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-550℃，優選約500-520℃，第一催化裂解催化劑與重質原料油的重量比為約4-8，優選約5-7，油氣停留時間為約2-10秒，優選約2-8秒，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.02-0.08，優選約0.03-0.05，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62；和/或，所述副提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約520-650℃，優選為約550-590℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化循環油的重量比為約5-100，優選為約8-50，油氣停留時間為約1-10秒，優選為約1-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選為約0.02-0.2，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62。

C8、根據專案C1-C7中任一項所述的方法，其中第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的重量比為約1：0.02至約1：1，優選為約1：0.03至約1：0.5。

C9、根據專案C1-C8中任一項所述的方法，其中所述提升管反應器為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。

C10、根據專案C3或C7所述的方法，其中所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。

C11、根據專案C1-C10中任一項所述的方法，其中： 在步驟iv)之前將所述催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中使該重餾份氫化得到所述氫化產物；以及 將所述輕餾份返回步驟ii)，在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應。

C12、根據專案C11所述的方法，其中所述催化裂解輕循環油的分割溫度為約240-260℃。

C13、根據專案C1-C12中任一項所述的方法，其中所述重質原料油選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油、常壓渣油、和它們的任意組合。

C14、根據專案C1-C13中任一項所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的重量為基準，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50重量%的沸石、約5-90重量%的無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、Beta沸石和它們的任意組合，所述無機氧化物選自二氧化矽、三氧化鋁和它們的任意組合；所述粘土選自高嶺土和/或多水高嶺土。

C15、根據專案C1-C14中任一項所述的方法，其中步驟iv)在氫化處理催化劑存在下進行，所述氫化處理催化劑包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁、和它們的任意組合；優選地，所述氫化處理催化劑包括約15-30重量%的活性金屬組份和約70-85重量%的載體。

C16、根據專案C15所述的方法，其中所述活性金屬組份為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。

C17、根據專案C1-C16中任一項所述的方法，其中所述步驟iv)的氫化反應條件如下：氫分壓約5.0-22.0 MPa，優選約8.0-15.0 MPa，反應溫度約330-450℃，優選約340-380℃，體積空速約0.1-10.0 h^-1 ，優選為約0.1-3.0 h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ ，優選為約350-1200 Nm³ /m³ 。

C18、根據專案C1-C17中任一項所述的方法，其中氫化步驟iv)控制為使得所得氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，優選不大於約10重量%，更優選不大於約8重量%，氫含量為不小於約10重量%，優選不小於約11重量%，更優選不小於約14重量%，初餾點大於約165℃，優選大於約170℃。

C19、用於實施項目C1所述方法的催化裂解系統，包括主提升管反應器、副提升管反應器、再生器、沉降器、主分餾塔、輕循環油分餾塔和氫化反應器， 所述主提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器設置有下部的第一原料入口和第二原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部， 所述主提升管反應器的頂部出口與所述沉降器的入口連通，沉降器的催化劑出口與所述再生器連通，沉降器的油氣出口與所述主分餾塔的入口連通，所述主分餾塔的輕循環油出口與所述輕循環油分餾塔的入口連通， 所述輕循環油分餾塔的重餾份出口與所述氫化反應器的入口連通，所述輕循環油分餾塔的輕餾份出口與所述副提升管反應器的第二原料入口連通，所述氫化反應器的氫化產物出口與所述副提升管反應器的第一原料入口連通， 所述再生器的再生催化劑出口與所述主提升管反應器的催化劑入口和所述副提升管反應器的催化劑入口分別連通。

C20、根據專案C19所述的系統，其中所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管與所述第二反應段連通。實施例

下面將通過實施例來對本發明做進一步說明，但是本發明並不因此而受到任何限制。原料和試劑

以下實施例和對照例中，氫化反應器內裝填的氫化處理催化劑的商業代號為RN-32V，保護劑的商業代號為RG-1，均由中國石化催化劑分公司生產。氫化處理催化劑和保護劑的裝填體積比例為95：5。

以下實施例和對照例中，提升管反應器內使用的催化裂解催化劑的商業代號為HAC，由中國石化催化劑分公司生產，其物化性質見表1。

表1 HAC催化劑的物化性質

以下實施例和對照例中，所用重質原料油為90重量%直餾蠟油與10重量%減壓渣油的混合原料，其性質列於表2。

表2 重質原料油性質 參數計算

輕循環油循環重量比=氫化回煉的輕循環油的重量/重質原料油的重量；

氫耗=氫化反應器的新鮮氫氣消耗量/氫化反應器的新鮮原料重量。檢測方法

所得汽油產品的研究法辛烷值(RON)採用中國國家標準GB/T 5487-2015方法進行測定，馬達法辛烷值(MON)採用中國國家標準GB/T 503-2016方法進行測定。

再生催化劑的微反應活性（MAT）採用RIPP 92-90的標準方法（參見《石油化工分析方法（RIPP試驗方法）》，楊翠定等編，科學出版社，1990年9月第一版，第263-268頁）進行測定，具體測定條件如下：催化劑5.0克（20-40目）；進油量1.56克；反應時間70秒；反應溫度460℃；劑/油3.2；空速16 h^-1 。 實施例1

本實施例按照圖1所示的工藝流程進行，所用提升管反應器為等徑提升管反應器，重質原料油和氫化循環油分別經由第一噴嘴和第二噴嘴噴入該提升管反應器。催化裂解反應的反應條件見表3，第二噴嘴和第一噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為0.2秒。

氫化處理的反應條件如下：氫分壓8.0 MPa，平均床層反應溫度為360℃，體積空速0.5 h^-1 ，氫油體積比1100 Nm³ /m³ 。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170 ℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該實施例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表4。 實施例2

本實施例按照圖2所示的工藝流程進行，催化裂解輕循環油經分割為輕餾份和重餾份，分割溫度為250℃，重餾份經氫化得到氫化產物（即氫化循環油），重質原料油、氫化循環油和所述輕餾份分別經由第一噴嘴、第二噴嘴和第三噴嘴噴入提升管反應器。

催化裂解反應的反應條件如下：反應溫度為500℃，絕對壓力為0.25Mpa，注入提升管反應器的再生催化劑總重量與重質原料油的重量比為6.0，重質原料油的油氣停留時間為2.8s，水蒸汽與重質原料油的重量比為0.05；再生催化劑總重量與氫化循環油的重量比為20，水蒸汽與氫化循環油的重量比為0.02，再生催化劑總重量與所述輕餾份的重量比為40，水蒸汽與所述輕餾份的重量比為0.05，再生催化劑的微反應活性為65。第二噴嘴和第一噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為1.4 s，第三噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為0.6 s。

氫化處理的反應條件如下：氫分壓8.0 MPa，平均床層反應溫度為360℃，體積空速0.5 h^-1 ，氫油體積比1100 Nm³ /m³ 。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為250℃，雙環芳烴含量為20重量%，氫含量為10重量%。

該實施例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表4。 對照例1

按照實施例1所述進行操作，不同之處在於：氫化循環油和重質原料油混合後一併經由第一噴嘴噴入提升管反應器。催化裂解反應的反應條件見表3。

氫化處理的反應條件同實施例1，氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該對照例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表4。 對照例2

按照實施例1所述進行操作，不同之處在於：循環回提升管反應器的全部再生催化劑均從第一注入點注入。催化裂解反應的反應條件見表3。

氫化處理的反應條件同實施例1，氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該對照例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表4。

表3 實施例1和對照例1-2的催化裂解反應條件

表4 實施例1-2和對照例1-2的結果比較

從表4的結果可以看出，與氫化循環油和重質原料油合併進料的對照例1，以及再生催化劑一次性從第一注入點注入的對照例2相比，本發明實施例1-3的汽油產率更高，產品分佈更好，汽油辛烷值也更高。

實施例2與實施例1相比，通過對催化裂解輕循環油進行分割，使得氫耗下降，產品分佈更優化，汽油產率增加。 實施例3

本實施例按照圖3所示的工藝流程進行，所用主/副提升管反應器均為等徑提升管，重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器。催化裂解反應的反應條件見表5。

氫化處理的反應條件如下：氫分壓8.0 MPa，平均床層反應溫度為360℃，體積空速0.5 h^-1 ，氫油體積比1100 Nm³ /m³ 。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該實施例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表6。 實施例4

按照實施例3所述進行操作，不同之處在於：主提升管反應器為變徑提升管反應器，從下至上依次設置有預提升段、反應段（即第一反應段I）、擴徑段（即第二反應段II）和出口段，反應段的反應條件為：溫度為500℃，絕對壓力為0.25 MPa，再生催化劑微反應活性為64，劑油重量比為6.1，油氣停留時間為1.2秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為0.06；擴徑段的反應條件為：溫度為490℃，油氣停留時間為5秒。

副提升管反應器內的反應條件以及氫化處理的反應條件同實施例3，輕循環油的循環重量比為0.15。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該實施例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表6。 實施例5

本實施例按照圖4所示的工藝流程進行，所用主/副提升管反應器均為等徑提升管，重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，催化裂解輕循環油經分割為輕餾份和重餾份，分割溫度為250 ℃。重餾份經氫化得到氫化產物（即氫化循環油），氫化循環油和所述輕餾份分別經由第二噴嘴和第三噴嘴噴入副提升管反應器。

副提升管反應器內的催化裂解反應條件如下：

反應溫度為550℃，絕對壓力為0.25Mpa，注入副提升管反應器的再生催化劑與氫化循環油的重量比為8，氫化循環油的油氣停留時間為2.8，水蒸汽與氫化循環油的重量比為0.02，再生催化劑與所述輕餾份的重量比為6，水蒸汽與所述輕餾份的重量比為0.02，再生催化劑的微反應活性為64。第三噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為0.2。

主提升管反應器內的反應條件以及氫化處理的反應條件同實施例3，輕循環油的循環重量比為0.2。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為250℃，雙環芳烴含量為20重量%，氫含量為10重量%。

該實施例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表6。 對照例3

按照實施例3所述進行操作，不同之處在於：只設置主提升管反應器，不設置副提升管反應器；催化裂解輕循環油氫化得到的氫化產物（即氫化循環油）和重質原料油混合後一併經由第一噴嘴噴入主提升管反應器。主提升管反應器的催化裂解反應條件見表5。

氫化處理的反應條件同實施例3。氫化產物（即氫化循環油）的初餾點為170℃，雙環芳烴含量為19重量%，氫含量為11重量%。

該對照例的反應產品分佈、氫耗及汽油辛烷值見表6。

表5實施例3和對照例3的催化裂解反應條件

表6 實施例3-5和對照例3的結果比較

從表6的結果可以看出，與採用單提升反應器，且氫化循環油和重質原料油合併進料的對照例3相比，本發明的實施例3-5給氫化LCO提供了獨立的反應環境，更利於優化氫化LCO的反應，使得汽油產率增高，汽油辛烷值增高。

實施例4與實施例3相比，採用具有擴徑段的變徑提升管反應器作為主提升管反應器，使得氫轉移反應和異構化反應增加，汽油辛烷值升高。實施例5與實施例3相比，通過對催化裂解輕循環油進行分割，使得氫耗降低，汽油產率增加。

在上文的說明書中，已經參照特定的實施方式描述了本發明的構思。然而，本領域技術人員可以理解，在不脫離所附的申請專利範圍中限定的本發明範圍的情況下可以做出各種修改和變更。因此，說明書和附圖應認為是說明性的，而不是限制性的，並且所有這類修改和變更應當涵蓋在本發明的範圍之內。

可以理解，本文為清楚起見以獨立的多個實施方式的形式描述的某些特徵也可以作為組合提供在單一的實施方式中。相反，為簡要起見以單一實施方式的形式描述的多個不同特徵也可以單獨地或以任何子組合的形式提供。

附圖1標記說明

101‧‧‧輕循環油管線

102‧‧‧氫氣管線

103‧‧‧氫化反應器

104‧‧‧氫化循環油管線

105‧‧‧重質原料油管線

106‧‧‧第二噴嘴

107‧‧‧第一噴嘴

108‧‧‧第二再生斜管

109‧‧‧第二再生滑閥

110‧‧‧第一再生斜管

111‧‧‧第一再生滑閥

112‧‧‧沉降器

113‧‧‧再生器

114‧‧‧產物管線

115‧‧‧油氣管線

116‧‧‧再循環管線

117‧‧‧油漿管線

118‧‧‧分餾塔

119‧‧‧提升管反應器

I‧‧‧重質原料油反應區

II‧‧‧氫化循環油反應區

附圖2標記說明

201‧‧‧重餾份管線

202‧‧‧氫氣管線

203‧‧‧氫化反應器

204‧‧‧氫化循環油管線

205‧‧‧重質原料油管線

206‧‧‧第二噴嘴

207‧‧‧第三噴嘴

208‧‧‧第一噴嘴

209‧‧‧第二再生斜管

210‧‧‧第二再生滑閥

211‧‧‧第一再生斜管

212‧‧‧第一再生滑閥

213‧‧‧沉降器

214‧‧‧再生器

215‧‧‧產物管線

216‧‧‧油氣管線

217‧‧‧主分餾塔

218‧‧‧輕循環油分餾塔

219‧‧‧輕餾份管線

220‧‧‧再循環管線

221‧‧‧提升管反應器

I‧‧‧重質原料油反應區

II‧‧‧氫化循環油反應區

附圖3標記說明

301‧‧‧主提升管反應器

302‧‧‧氫化反應器

303‧‧‧分餾塔

304‧‧‧副提升管反應器

305‧‧‧再生器

306‧‧‧沉降器

307‧‧‧第一噴嘴

308‧‧‧第二噴嘴

309‧‧‧第二再生斜管

310‧‧‧第一再生斜管

311‧‧‧再循環管線

312‧‧‧輕循環油管線

313‧‧‧氫氣管線

314‧‧‧油氣管線

315‧‧‧油漿管線

316‧‧‧氫化循環油管線

317‧‧‧產物管線

I‧‧‧第一反應段

II‧‧‧第二反應段

附圖4標記說明

401‧‧‧主提升管反應器

402‧‧‧輕循環油分餾塔

403‧‧‧主分餾塔

404‧‧‧副提升管反應器

405‧‧‧再生器

406‧‧‧沉降器

407‧‧‧第一噴嘴

408‧‧‧第二噴嘴

409‧‧‧第二再生斜管

410‧‧‧第一再生斜管

411‧‧‧輕循環油管線

412‧‧‧氫化循環油管線

413‧‧‧重餾份管線

414‧‧‧油氣管線

415‧‧‧油漿管線

416‧‧‧氫氣管線

417‧‧‧產物管線

418‧‧‧輕餾份管線

419‧‧‧第三噴嘴

420‧‧‧氫化反應器

I‧‧‧第一反應段

II‧‧‧第二反應段

附圖是用來幫助對本發明的進一步理解，並且構成說明書的一部分，與下面的具體實施方式一起用於解釋本發明，但並不構成對本發明的限制。在附圖中： 圖1是本發明的一種優選實施方式的流程示意圖。 圖2是本發明的一種進一步優選的實施方式的流程示意圖。 圖3是本發明的另一種優選實施方式的流程示意圖。 圖4是本發明的另一種進一步優選的實施方式的流程示意圖。

Claims (20)

1. 一種生產催化裂解汽油的方法，包括如下步驟： i) 使重質原料油在第一催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 使氫化循環油在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，步驟ii)與步驟i)在同一提升管反應器內進行，所述重質原料油和氫化循環油在所述提升管反應器的不同高度處進給到該提升管反應器中，且所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑在不同位點處注入所述提升管反應器；或者 步驟ii)與步驟i)在分開的提升管反應器內進行，且第二反應產物送入步驟i)所用的提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。
2. 如請求項1所述的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入步驟i)所用的提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，所述第二噴嘴與所述第一噴嘴設置在所述提升管反應器的不同高度處，且所述第二注入點不同於所述第一注入點。
3. 如請求項1所述的方法，包括如下步驟： i) 將重質原料油經由第一噴嘴噴入主提升管反應器，並將第一催化裂解催化劑經由位於第一噴嘴下方的第一注入點注入該提升管反應器中，使所述重質原料油經受催化裂解反應得到第一反應產物； ii) 將氫化循環油經由第二噴嘴噴入副提升管反應器，並將第二催化裂解催化劑經由位於第二噴嘴下方的第二注入點注入該提升反應器中，使所述氫化循環油經受催化裂解反應得到第二反應產物； iii) 將第一反應產物與第二反應產物的混合物分離，得到催化裂解汽油和催化裂解輕循環油； iv) 將催化裂解輕循環油或其部分餾份氫化得到氫化產物；以及 v) 將該氫化產物返回步驟ii)作為所述氫化循環油， 其中，將第二反應產物送入主提升管反應器的中上部，在其中與所述第一反應產物混合。
4. 如請求項2所述的方法，其中沿所述提升管反應器的高度方向，所述第二噴嘴設置在所述第一噴嘴的上方，所述第二注入點位於所述第一噴嘴和第二噴嘴之間。
5. 如請求項4所述的方法，其中在所述第一噴嘴和第二噴嘴之間的提升管反應器區段內的油氣停留時間為約0.05-2秒，優選為約0.1-1秒。
6. 如請求項2和4-5中任一項所述的方法，其中所述提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-650℃，優選約490-550℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與重質原料油的重量比為約1-50，優選約3-30，重質原料油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.01-0.5，優選約0.02-0.2；第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的總重量與氫化循環油的重量比為約5-100，優選約8-50，氫化循環油的油氣停留時間為約1-10秒，優選約2-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選約0.01-0.1，第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的微反應活性均不低於約60，優選不低於約62。
7. 如請求項3所述的方法，其中所述主提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約450-550℃，優選約500-520℃，第一催化裂解催化劑與重質原料油的重量比為約4-8，優選約5-7，油氣停留時間為約2-10秒，優選約2-8秒，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，水蒸汽與重質原料油的重量比為約0.02-0.08，優選約0.03-0.05，第一催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62；和/或，所述副提升管反應器內的反應條件如下：反應溫度為約520-650℃，優選為約550-590℃，絕對壓力為約0.15-0.4 MPa，第二催化裂解催化劑與氫化循環油的重量比為約5-100，優選為約8-50，油氣停留時間為約1-10秒，優選為約1-8秒，水蒸汽與氫化循環油的重量比為約0.01-0.3，優選為約0.02-0.2，第二催化裂解催化劑的微反應活性不低於約60，優選不低於約62。
8. 如請求項1-7中任一項所述的方法，其中第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑的重量比為約1：0.02至約1：1，優選為約1：0.03至約1：0.5。
9. 如請求項1-8中任一項所述的方法，其中所述提升管反應器為帶有或不帶有床層反應器的等徑提升管反應器，或帶有或不帶有床層反應器的變徑提升管反應器。
10. 如請求項3或7所述的方法，其中所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的出口通過水平管連通於所述第二反應段。
11. 如請求項1-10中任一項所述的方法，其中： 在步驟iv)之前將所述催化裂解輕循環油分割得到輕餾份和重餾份，並在步驟iv)中使該重餾份氫化得到所述氫化產物；以及 將所述輕餾份返回步驟ii)，在第二催化裂解催化劑存在下經受催化裂解反應。
12. 如請求項11所述的方法，其中所述催化裂解輕循環油的分割溫度為約240-260℃。
13. 如請求項1-12中任一項所述的方法，其中所述重質原料油選自直餾蠟油、焦化蠟油、脫瀝青油、氫化精製油、氫化裂解尾油、減壓渣油、常壓渣油、和它們的任意組合。
14. 如請求項1-13中任一項所述的方法，其中，以乾基計並以催化裂解催化劑的重量為基準，所述第一催化裂解催化劑和第二催化裂解催化劑各自獨立地包括約10-50重量%的沸石、約5-90重量%的無機氧化物和約0-70重量%的粘土，所述沸石選自含或不含稀土的Y型沸石、HY型沸石、USY型沸石、Beta沸石和它們的任意組合，所述無機氧化物選自二氧化矽、三氧化鋁和它們的任意組合；所述粘土選自高嶺土和/或多水高嶺土。
15. 如請求項1-14中任一項所述的方法，其中步驟iv)在氫化處理催化劑存在下進行，所述氫化處理催化劑包括活性金屬組份和載體，所述活性金屬組份為第VIB族金屬和/或第VIII族非貴金屬，所述載體選自氧化鋁、二氧化矽、無定形矽鋁、和它們的任意組合；優選地，所述氫化處理催化劑包括約15-30重量%的活性金屬組份和約70-85重量%的載體。
16. 如請求項15所述的方法，其中所述活性金屬組份為鎳-鎢、鎳-鎢-鈷、鎳-鉬或鈷-鉬。
17. 如請求項1-16中任一項所述的方法，其中所述步驟iv)的氫化反應條件如下：氫分壓約5.0-22.0 MPa，優選約8.0-15.0 MPa，反應溫度約330-450℃，優選約340-380℃，體積空速約0.1-10.0 h^-1 ，優選為約0.1-3.0 h^-1 ，氫油體積比為約100-2000 Nm³ /m³ ，優選為約350-1200 Nm³ /m³ 。
18. 如請求項1-17中任一項所述的方法，其中氫化步驟iv)控制為使得所得氫化產物中雙環芳烴含量不大於約20重量%，優選不大於約10重量%，更優選不大於約8重量%，氫含量為不小於約10重量%，優選不小於約11重量%，更優選不小於約14重量%，初餾點大於約165℃，優選大於約170℃。
19. 一種用於實施請求項1所述方法的催化裂解系統，包括主提升管反應器、副提升管反應器、再生器、沉降器、主分餾塔、輕循環油分餾塔和氫化反應器， 所述主提升管反應器設置有下部的原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器設置有下部的第一原料入口和第二原料入口、底部的催化劑入口和頂部的出口，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管連通於主提升管反應器中上部， 所述主提升管反應器的頂部出口與所述沉降器的入口連通，沉降器的催化劑出口與所述再生器連通，沉降器的油氣出口與所述主分餾塔的入口連通，所述主分餾塔的輕循環油出口與所述輕循環油分餾塔的入口連通， 所述輕循環油分餾塔的重餾份出口與所述氫化反應器的入口連通，所述輕循環油分餾塔的輕餾份出口與所述副提升管反應器的第二原料入口連通，所述氫化反應器的氫化產物出口與所述副提升管反應器的第一原料入口連通， 所述再生器的再生催化劑出口與所述主提升管反應器的催化劑入口和所述副提升管反應器的催化劑入口分別連通。
20. 如請求項19所述的系統，其中所述主提升管反應器由下至上同軸設置有第一反應段和第二反應段，所述第二反應段的內徑大於第一反應段，所述副提升管反應器的頂部出口通過水平管與所述第二反應段連通。