氢反应，反应条件为 反应温度340-380°C，体积空速0.5-2. Oh-1，氢油体积比300-800，反应压力7-12MPa，将所述 催化加氢反应生成的油气分馏，获得裂化气、汽油、柴油和催化加氢重油;将所述催化加氢 重油引入第二提升管进行第二催化裂化反应，将来自第二提升管的反应油气与来自第一提 升管的反应油气合并共同分馏。
[0036] 上述方法中，重油原料进入第一提升管的下部，与催化裂化催化剂接触进行第一 催化裂化反应，该第一催化裂化反应的工艺条件通常可以为:反应温度460_520°C，剂油比 7-11，反应时间1.5-2.5s。一般情况下，需将重油原料预热至100-300°C再进入提升管反应。
[0037] 之后，来自第一提升管的反应油气（即所述第一催化裂化反应生成的油气)与催化 裂化催化剂一起进入油气分离系统。该油气分离系统包括沉降器、设置于沉降器下方并与 其连通的汽提段以及与所述汽提段连通的再生器。所述沉降器设有两个油气和催化剂混合 物料入口、以及油气出口，所述再生器设有两个催化剂出口。
[0038] 所述第一催化裂化反应生成的油气与催化裂化催化剂首先通过沉降器，经沉降器 内设置的高效气固快速分离装置分离。分离出的催化裂化催化剂进入汽提段，经过汽提后 进入再生器再生;再生后的催化裂化催化剂再返回第一提升管底部进入反应系统循环使 用。分离出的油气离开沉降器进入主分馏塔底部进行分馏，从而获得重油催化裂化目标产 物裂化气、汽油和柴油，同时获得回炼油和油浆。
[0039]在本发明的一个实施例中，可将裂化气、粗汽油、柴油和油浆引出装置，而回炼油 进入催化加氢转化装置进行催化加氢，在氢气和催化剂的作用下发生可控性的多环芳环加 氢部分饱和等改质反应。
[0040] 与现有的重油加氢相比，回炼油中几乎没有镍、钒等金属杂质，氮含量也很低，不 含沥青质。由于回炼油性质较优，总体上反应条件比重油加氢要缓和。通常采用上述方法获 得的回炼油中氢含量为8. Owt % -11.5wt %，相对密度0.88-0.99。当回炼油中氢含量低、相 对密度大、馏程分布偏向高沸点，可以使用较苛刻的反应条件。根据上述回炼油的性质进行 选定催化加氢转化工艺条件为:反应温度340-380°C，体积空速0.5-2.01Γ 1，氢油体积比300-800,反应压力7-12MPa。经催化加氢后的回炼油一般可达到氢含量12wt%-13wt%，相对密 度0·80 _0·87。
[0041] 在本发明的另一实施例中，将裂化气、汽油和柴油引出装置。使用溶剂萃取法脱除 油浆中的沥青质获得脱沥青油，该过程在萃取塔中进行。萃取塔的温度控制在80-250°C之 间，压力在3.5-10.0 MPa之间，进入萃取塔时，萃取溶剂与油浆的质量流量比为2.0-8.0:1， 之后分离出脱沥青油相和脱油沥青相。
[0042]得到的脱油沥青引出装置，而脱沥青油则与回炼油混合，一起进入催化加氢转化 装置进行催化加氢，反应条件与上一实施例相同，此处不再赘述。
[0043]之后，催化加氢反应生成的油气进入副分馏塔进行分馏，获得重油催化裂化目标 产物裂化气、汽油和柴油，同时获得催化加氢重油。将裂化气、汽油和柴油分离出来并出装 置。加氢重油从副分馏塔底引入第二提升管，进行第二催化裂化反应。该第二提升管内的第 二催化裂化反应工艺条件为:反应温度480-540°C，剂油比7-15，反应时间2.0-3. Os，催化加 氢重油在200-400°C下进入所述第二提升管，水油比为0.03-0.30。然后，将来自第二提升管 的反应油气与来自第一提升管的反应油气合并，共同进入油气分馏系统分馏。
[0044]适用于上述方法的重油催化裂化装置中的各个具体设备，例如提升管、再生器、沉 降器、油气分离器以及催化加氢转化装置等均为石油加工领域的常用设备，按照本发明工 艺要求进行适当改造和组装即可投入使用。具体的反应器结构可参见中国专利或专利申请 ZL200910242917.1、ZL200910242920.3、ZL200910242921.8、ZL200910242922.2、 ZL200910242918.6以及ZL200910242919.0中相关适宜的反应器构型。
[0045] 本发明中的催化裂化方法适用所有类型的催化裂化催化剂。
[0046] 其中，重油原料可为石油减压渣油(VR)、常压渣油(AR)、加氢渣油、焦化瓦斯油、脱 沥青油、高酸值原油和高金属原油中一种或多种的任意比例的混合物。
[0047] 催化加氢反应使用的催化加氢转化催化剂可为所有类型的具有高的多环芳烃饱 和活性的加氢处理催化剂；例如可以是氧化铝和/或无定型硅铝载体上负载VIB族金属和/ 或VIII族金属的负载型催化剂。
[0048] 在具体实施方案中使用的催化加氢转化催化剂可以是由5_15wt %添加剂、5-20wt%的一种或多种VIII族金属、15-50wt%-种或多种VIB族金属与余量的氧化铝和/或 无定型硅铝载体组成。其中添加剂选自氟、磷、铁、铂等非金属元素和金属元素。VIB族金属 选自Mo或/和W、VIII族金属选自Co或/和Ni。可以选择固定床反应器实现该催化加氢转化过 程。
[0049] 上述步骤中，催化加氢重油也可以进入其他催化裂化装置中，在其适宜的条件下 进行高效的催化裂化反应。
[0050] 下面结合具体实施例和附图对本发明进行详细阐述。
[0051 ] 实施例1
[0052] 本实施例中提供的重油催化裂化方法使用如图1所示的装置。所述装置至少包括：
[0053] 第一提升管101和第二提升管304,其底部分别设置原料入口以及催化剂入口，顶 部设置出口；
[0054] 油气分离系统，其设置油气和催化剂混合物料入口、油气出口和催化剂出口；
[0055] 主分馏塔106,其分别设置入口，上部设有多个轻组分出口，下部则设有回炼油出 口和油浆出口；
[0056]催化加氢转化装置201，催化加氢转化装置201设置催化加氢转化装置入口和催化 加氢转化装置出口；
[0057]副分馏塔202,所述副分馏塔202设置副分馏塔入口、催化加氢重油出口以及多个 轻组分出口；
[0058]所述第一提升管101的出口连通所述油气分离系统的油气和催化剂混合物料入 口，所述油气分离系统的催化剂出口连通所述第一提升管101的催化剂入口，油气出口连通 所述主分馏塔106的入口，所述主分馏塔106的回炼油出口连通催化加氢转化装置入口，催 化加氢转化装置出口连通副分馏塔入口，副分馏塔202的催化加氢重油出口连通所述第二 提升管304的原料入口，第二提升管304的出口连通油气分离系统的油气和催化剂混合物料 入口，第二提升管304的催化剂入口连通油气分离系统的催化剂出口。
[0059]其中，催化加氢转化装置201可使用固定床反应器。主分馏塔106和副分馏塔202的 轻组分出口包括设于塔顶的油气产物出口和上部的柴油出口，且油气产物出口连通油气分 离罐107,该油气分离罐107还分别设有裂化气出口和汽油出口。
[0060] 使用本实施例提供的装置进行重油催化裂化的方法简述如下：
[0061] 重油原料1和催化裂化催化剂进入第一提升管101的下部，并沿第一提升管101上 行，同时接触进行第一催化裂化反应，第一提升管101反应区的工艺条件（即进行第一催化 裂化反应的条件)为:反应温度460-520°C，剂油比7-11，反应时间1.5-2.5s，原料预热温度 100-300°C。生成的油气与催化裂化催化剂一起进入沉降器102,经高效气固快速分离装置 103实现高效气固分离，催化裂化催化剂经过汽提段104后进入再生器105再生;再生催化剂 2经斜管返回第一提升管101的底部循环使用。
[0062] 分离出的油气3从沉降器102顶部出来并从主分馏塔106底部进入进行分馏。分馏 出的塔顶油气4经冷凝冷却后进入油气分离罐107,裂化气5从分离罐107上部引出，汽油6从 分离罐107下部引出，一部分为塔顶回流，另一部分引出装置;柴油7通过汽提塔108汽提后 引出，油浆9在进行塔底循环的同时，一部分引出装置。裂化气5、汽油6和柴油7分别作为本 发明的目标产物送入相应的储罐。
[0063] 主分馏塔106底部分出回炼油8,进入回炼油罐109,重油原料1中的多环芳环组分 在该回炼油中被富集，可以通过进一步的催化加氢进行改质。参考附图1，回炼油罐109出来 的回炼油8进入催化加氢转化装置201，在氢气16和催化加氢转化催化剂的作用下发生改质 反应。催化加氢转化工艺条件为：反应温度340-380°C，体积空速0.5-2.01Γ 1，氢油体积比 300-800,反应压力7-12MPa。之后，反应油气10进入副分馏