阅读说明：本技术 加氢裂化与催化裂化联合工艺及装置 (Hydrocracking and catalytic cracking combined process and device ) 是由 孙世源 孟凡东 闫鸿飞 张亚西 武立宪 李秋芝 张瑞风 于 2019-10-14 设计创作，主要内容包括：本发明涉及石油炼制技术领域,尤其是涉及一种加氢裂化与催化裂化联合工艺及装置。加氢裂化和催化裂化联合工艺,包括步骤：a)渣油原料经加氢裂化处理后,收集重油进行催化裂化处理,收集柴油馏分或汽油馏分；b)所述柴油馏分或汽油馏分进行再次催化裂化处理,收集产品；所述柴油馏分进行再次催化裂化处理前经过加氢精制预处理；其中,所述重油的初馏点为160～350℃。所述装置包括加氢裂化反应器、催化裂化反应器、分馏单元；所述加氢裂化反应器连接于所述催化裂化反应器,所述催化裂化反应器连接于所述分馏单元。本发明能根据市场变化,优化加氢裂化和催化裂化联合的工序,灵活多产具有高附加值的液化气或汽油,提高经济效益。(The invention relates to the technical field of petroleum refining, in particular to a hydrocracking and catalytic cracking combined process and a hydrocracking and catalytic cracking combined device. An integrated hydrocracking and catalytic cracking process comprising the steps of: a) after hydrocracking treatment of a residual oil raw material, collecting heavy oil for catalytic cracking treatment, and collecting diesel oil fraction or gasoline fraction; b) carrying out catalytic cracking treatment on the diesel oil fraction or the gasoline fraction again, and collecting a product; the diesel oil fraction is subjected to hydrofining pretreatment before being subjected to catalytic cracking treatment again; wherein the initial boiling point of the heavy oil is 160-350 ℃. The device comprises a hydrocracking reactor, a catalytic cracking reactor and a fractionation unit; the hydrocracking reactor is connected with the catalytic cracking reactor, and the catalytic cracking reactor is connected with the fractionation unit. The invention can optimize the combined process of hydrocracking and catalytic cracking according to market change, flexibly produce more liquefied gas or gasoline with high added value and improve economic benefit.)

加氢裂化与催化裂化联合工艺及装置

技术领域

本发明涉及石油炼制技术领域，尤其是涉及一种加氢裂化与催化裂化联合工艺及装置。

背景技术

目前，已经工业化的渣油加工工艺和组合工艺很多，通常渣油加工工艺的选择应根据渣油性质、产品要求、产品价格、经济和环保要求等综合考虑。随着世界性原油重质化和劣质化趋势的加剧，以及进口劣质原油的不断增加，重油深度加工的难度越来越大，如何经济、合理地利用宝贵的石油资源，将原油重组分转化成市场急需的清洁燃料油和化工原料，提高原油利用率，是炼油厂面临的严峻挑战。

渣油加氢工艺通过加氢反应，除去渣油中硫、氮、重金属等杂质，裂解大分子组分，是实现渣油清洁高效转化的关键技术，逐渐成为炼厂最主要的渣油加工技术手段之一。在渣油加氢技术中，加氢裂化技术已趋于成熟，催化剂的利用率高，渣油加氢转化率也较高，应用领域不断扩大，是未来加工高残炭、高金属减压渣油的首选技术。

但是，加氢装置一次性投资较大，操作费用也比较高，经济性不佳，降低其工艺成本已成为世界各大石油公司所面临的重要课题。渣油加氢-催化裂化组合工艺，将加氢馏分油作为催化裂化原料，用催化裂化较高的产品收率和质量以及较低的操作费用进行补偿，降低整体成本，是渣油轻质化技术发展的一个方向。

现有的加氢裂化与催化裂化组合工艺，主要聚焦于节约设备投资、降低操作成本等方面，未对优化加氢裂化-催化裂化组合工艺，提高高附加值产品产率进行研究。加氢裂化原料更加劣质，其加氢尾油与常规催化裂化原料油和固定床加氢处理尾油性质差别较大，常规的催化裂化技术手段加工处理加氢裂化尾油，不能使加氢裂化-催化裂化组合工艺的经济效益达到最优。

有鉴于此，特提出本发明。

发明内容

本发明的第一目的在于提供加氢裂化和催化裂化联合工艺，以解决现有技术中存在的高附加值的产品收率低，经济效益不高的技术问题。

本发明的第二目的在于提供加氢裂化与催化裂化联合装置，装置结构简单，操作费用相对较低，经济效益好。

为了实现本发明的上述目的，特采用以下技术方案：

加氢裂化和催化裂化联合工艺，包括如下步骤：

a)渣油原料经加氢裂化处理后，收集重油进行催化裂化处理，收集柴油馏分或汽油馏分；

b)所述柴油馏分或汽油馏分进行再次催化裂化处理，收集产品；所述柴油馏分进行再次催化裂化处理前经过加氢精制预处理；

其中，所述重油的初馏点为160～350℃。

本发明利用加氢裂化和催化裂化联合工艺，对劣质渣油进行加工，优化加氢裂化和催化裂化联合的工序，可根据实际需求，灵活多产具有高附加值的液化气或汽油，获得最大的经济效益。

本发明进行催化裂化处理的原料中可包括或不包括柴油馏分，以包括柴油馏分为例，原料经催化裂化处理后，相对于不包括柴油馏分的原料，其催化柴油产率更高，经过加氢精制后的柴油产量高，该加氢精制柴油进行再次催化裂化，使得再次催化裂化处理的加工量显著提高，生产得到的汽油产量更高，从而多产具有高附加值的汽油。以不包括柴油馏分为例，原料经催化裂化处理后，相对于包括柴油馏分的原料，其催化汽油产率和汽油烯烃含量高，该催化汽油进行再次催化裂化，使得再次催化裂化处理的加工量显著提高，生产得到的液化气产量更高，从而多产具有高附加值的液化气。

在本发明的一种或多种实施方式中，步骤a)中，收集初馏点为160～240℃的重油进行催化裂化处理，收集柴油馏分。

在本发明的一种或多种实施方式中，步骤a)中，收集初馏点为300～350℃的重油进行催化裂化处理，收集汽油馏分。

本发明的联合工艺可根据实际需求进行选择调整，具体如下。

当汽油需求较旺盛时，联合工艺包括如下步骤：

a)渣油原料经加氢裂化处理后，收集重油进行催化裂化处理，分离收集柴油馏分；

b)所述柴油馏分经加氢精制预处理后，进行再次催化裂化处理，收集产品；

其中，所述重油的初馏点为160～240℃。

在一种或多种优选实施方式中，分离产品中的柴油馏分，重复步骤b)中的操作。将产品中的柴油馏分再次经加氢精制预处理后，进行再次催化裂化处理，能够进一步提高汽油量，压减柴油掺量，降低柴汽比。

当液化气等化工产品需求较旺盛时，联合工艺包括如下步骤：

a)渣油原料经加氢裂化处理后，收集重油进行催化裂化处理，分离收集汽油馏分；

b)所述汽油馏分进行再次催化裂化处理，收集产品；

其中，所述重油的初馏点为300～350℃。

在一种或多种优选实施方式中，分离产品中的汽油馏分，重复步骤b)中的操作。

将产品中分离出来的汽油馏分进行再次催化裂化处理，能够进一步提高液化气量，并能够生产高辛烷值汽油，车用柴油等。

在本发明的一种或多种实施方式中，步骤a)中，催化裂化处理的条件包括：450～600℃，优选为480～550℃。

在本发明的一种或多种实施方式中，步骤b)中，再次催化裂化处理的条件包括：430～650℃，优选为500～600℃。

在一种或多种实施方式中，步骤a)和b)中的催化裂化处理可分别在主提升管催化裂化反应器和副提升管催化裂化反应器中进行。

催化裂化处理的催化剂可采用常规的催化裂化处理的催化剂。在本发明的一种或多种实施方式中，所述催化裂化处理的催化剂包括硅铝催化剂、硅镁催化剂、酸处理的白土及X型、Y型、ZSM-5、M型、层柱等分子筛催化剂，优选分子筛催化剂。

催化裂化处理的催化剂可进行再生。所述再生采用的介质为空气。所述再生的条件包括：600～800℃，优选为650～750℃，剂油重量比2～30，优选为4～10；介质与催化剂接触时间0.1～15.0秒，优选为0.5～5.0秒；压力0.1～0.5MPa。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述渣油原料为减压渣油。优选的，所述减压渣油中，H含量为9.5％～10.5％，残碳量为20％～25％。该减压渣油中H含量较低，残碳量较高，减压渣油质量较差，附加值较低。采用本发明的联合工艺，可对上述质量较差的渣油进行加工，多产高附加值的产品，具有显著的经济效益。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述加氢裂化的条件包括：反应压力为6～20MPa，反应温度为350～480℃，液时体积空速为0.1～5.0h^-1，氢油体积比(标准条件下)为300～1000。优选的，所述加氢裂化的条件包括：反应压力为15～20MPa，反应温度为420～470℃，液时体积空速为0.5～2.0h^-1；氢油体积比(标准条件下)为400～1000。

在实际操作中，加氢裂化采用的催化剂可以为常规的加氢裂化处理催化剂。如在不同实施方式中，加氢裂化处理催化剂中的活性金属可以为镍、钴、钼或钨中的一种或几种。在一种或多种实施方式中，加氢裂化处理催化剂以重量百分比计可以包括：镍或钴为1％～10％(以氧化物计)，钼或钨为2％～30％(以氧化物计)，载体选自氧化铝、氧化硅、氧化铝-氧化硅或氧化钛中的任一种或多种。加氢裂化处理催化剂成型后，堆密度为0.4～0.9g/cm³，直径为0.08～1.2mm，比表面积为100～300m²/g。

渣油原料经升压后与氢气混合进入加氢裂化反应器，通过与加氢裂化处理催化剂接触，能够脱除渣油原料中的部分金属、硫、氮等杂质，同时降低原料的残炭值，在一定程度上满足下游催化裂化处理的进料要求。

在本发明一优选实施方式中，所述加氢精制预处理的条件包括：反应温度为320～390℃，氢分压为5.0～10.0MPa，体积空速为0.5～1.5h^-1，氢/油体积比为300～800:1。在一种或多种实施方式中，所述加氢精制预处理可采用固定床加氢工艺。

所述加氢精制预处理的催化剂可采用常规加氢精制催化剂。在本发明一优选实施方式中，所述加氢精制催化剂中的活性金属包括镍、钴、钼或钨中的一种或几种。其中，活性金属的质量为12％～30％。

在本发明一优选实施方式中，通过分馏的方式收集柴油馏分和汽油馏分。

通过分馏的方式分离收集产品。根据实际需求，分离收集产品中的干气、液化气、汽油、柴油和/或油浆等。

本发明还提供了一种加氢裂化和催化裂化联合装置，包括加氢裂化反应器、催化裂化反应器、分馏单元；

所述加氢裂化反应器连接于所述催化裂化反应器，所述催化裂化反应器连接于所述分馏单元。

本发明的装置结构简单，可根据实际需求改变加工工艺，无需多次对装置的单元进行改造。

在本发明的一种或多种实施方式中，包括至少两个催化裂化反应器。例如，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器，包括主提升管催化裂化反应器和副提升管催化裂化反应器。

所述分馏单元可以为分馏塔。当分馏单元包括一个分馏塔，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器时，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔，所述分馏塔连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述分馏单元包括至少两个分馏塔，主分馏塔和副分馏塔。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述主分馏塔，所述主分馏塔连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述副分馏塔。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述副提升管催化裂化反应器的出料口连接于所述副分馏塔的进料口，所述副分馏塔的出料口连接于所述副提升管催化裂化反应器的进料口。

在本发明的一种或多种实施方式中，还包括分离器，所述分离器连接于所述加氢裂化反应器和所述催化裂化反应器。

分离器将加氢裂化反应器中反应后的产物分离，将重油送入催化裂化反应器中进行催化裂化反应。

本发明还提供了另一种加氢裂化和催化裂化联合装置，其还包括加氢精制反应器；

所述分馏单元连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述催化裂化反应器。

本发明的装置结构简单，可根据实际需求改变加工工艺，无需多次对装置的单元进行改造。

当分馏单元包括一个分馏塔，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器时，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔，所述分馏塔连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述主分馏塔连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述副提升管催化裂化反应器。

在本发明的一种或多种实施方式中，所述副分馏塔连接于所述加氢精制反应器。

副分馏塔连接于加氢精制反应器，能够将分馏得到的柴油馏分送入加氢精制反应器中进行加氢精制预处理。

与现有技术相比，本发明的有益效果为：

(1)本发明利用加氢裂化和催化裂化联合工艺，对劣质渣油进行加工，在较低的加工成本下，根据市场变化，通过优化加氢裂化和催化裂化联合的工序，灵活多产具有高附加值的液化气或汽油，提高经济效益；

(2)本发明的工艺，可不进行装置改造，避免了为适应工艺对装置进行大改造造成的成本提高；

(3)本发明的装置，结构简单，可在现有装置基础上进行连接方式的转换等，无需大改造，成本低。

附图说明

为了更清楚地说明本发明

具体实施方式

或现有技术中的技术方案，下面将对具体实施方式或现有技术描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图是本发明的一些实施方式，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。

图1为本发明一实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置的结构示意图；

图2为本发明另一实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置的结构示意图。

附图标记：

1-渣油原料管线； 2-加氢裂化反应器； 3-第一重油管线；

4-主提升管催化裂化反应器； 5-第一流出物管线； 6-主分馏塔；

7-第一气体管线； 8-第一汽油管线； 9-第一柴油管线；

10-第一油浆管线； 11-加氢精制反应器； 12-第一馏出物管线；

13-副提升管催化裂化反应器； 14-第二流出物管线； 15-副分馏塔；

16-第二气体管线； 17-第二汽油管线； 18-第二柴油管线；

19-第二油浆管线； 20-分离器； 21-轻馏分管线；

22-第二重油管线。

具体实施方式

下面将结合附图和具体实施方式对本发明的技术方案进行清楚、完整地描述，但是本领域技术人员将会理解，下列所描述的实施例是本发明一部分实施例，而不是全部的实施例，仅用于说明本发明，而不应视为限制本发明的范围。基于本发明中的实施例，本领域普通技术人员在没有做出创造性劳动前提下所获得的所有其他实施例，都属于本发明保护的范围。实施例中未注明具体条件者，按照常规条件或制造商建议的条件进行。所用试剂或仪器未注明生产厂商者，均为可以通过市售购买获得的常规产品。

在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

本发明提供的加氢裂化与催化裂化联合装置，包括：加氢裂化反应器、催化裂化反应器、分馏单元；所述加氢裂化反应器连接于所述催化裂化反应器，所述催化裂化反应器连接于所述分馏单元。

可选的，所述装置包括至少两个催化裂化反应器。例如，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器，包括主提升管催化裂化反应器和副提升管催化裂化反应器。

可选的，所述分馏单元为分馏塔。当分馏单元包括一个分离塔，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器时，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔，所述分馏塔连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔。

可选的，所述分馏单元包括至少两个分馏塔，分别为主分馏塔和副分馏塔。

进一步的，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述主分馏塔，所述主分馏塔连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述副分馏塔。

进一步的，所述副提升管催化裂化反应器的出料口连接于所述副分馏塔的进料口，所述副分馏塔的出料口连接于所述副提升管催化裂化反应器的进料口。

可选的，所述装置还包括分离器，所述分离器连接于所述加氢裂化反应器和所述催化裂化反应器。分离器将加氢裂化反应器中反应后的产物分离，将重油送入催化裂化反应器中进行催化裂化反应。

本发明还提供了另一种加氢裂化和催化裂化联合装置，其还包括加氢精制反应器；

所述分馏单元连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述催化裂化反应器。

当分馏单元包括一个分馏塔，所述催化裂化反应器为双提升管式催化裂化反应器时，所述加氢裂化反应器连接于所述主提升管催化裂化反应器，所述主提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔，所述分馏塔连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述副提升管催化裂化反应器，所述副提升管催化裂化反应器连接于所述分馏塔。

可选的，所述主分馏塔连接于所述加氢精制反应器，所述加氢精制反应器连接于所述副提升管催化裂化反应器。

进一步的，所述副分馏塔连接于所述加氢精制反应器。副分馏塔连接于加氢精制反应器，能够将分馏得到的柴油馏分送入加氢精制反应器中进行加氢精制预处理。

图1为本发明一实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置的结构示意图。本实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置，包括加氢裂化反应器2、主提升管催化裂化反应器4、主分馏塔6、副提升管催化裂化反应器13和副分馏塔15。

进一步的，所述加氢裂化反应器2连接于所述主提升管催化裂化反应器4，所述主提升管催化裂化反应器4通过第一流出物管线5连接于所述主分馏塔6，所述主分馏塔6通过第一汽油管线8连接于所述副提升管催化裂化反应器13，所述副提升管催化裂化反应器13通过第二流出物管线14连接于所述副分馏塔15。

进一步的，所述副分馏塔15通过第二汽油管线17连接于所述副提升管催化裂化反应器13的进料口。

可选的，所述装置还包括分离器20。所述加氢裂化反应器2通过第一重油管线3连接于所述分离器20，所述分离器20通过第二重油管线22连接于所述主提升管催化裂化反应器4。分离器20将加氢裂化反应器2中反应后的产物分离，将重油送入主提升管催化裂化反应器4中进行催化裂化反应。

进一步的，所述主分馏塔6还设置连接有第一气体管线7、第一汽油管线8和第一油浆管线10，分别用于收集运输分离得到的气体、汽油、油浆等等，可送入下游系统等。

进一步的，所述副分馏塔15还设置连接有第二气体管线16、第二汽油管线17和第二油浆管线19，分别用于收集运输分离得到的气体、汽油、油浆等等，可送入下游系统等。

图2为本发明另一实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置的结构示意图。本实施例提供的加氢裂化与催化裂化联合装置，包括加氢裂化反应器2、主提升管催化裂化反应器4、主分馏塔6、加氢精制反应器11、副提升管催化裂化反应器13和副分馏塔15。

进一步的，所述加氢裂化反应器2连接于所述主提升管催化裂化反应器4，所述主提升管催化裂化反应器4通过第一流出物管线5连接于所述主分馏塔6，所述主分馏塔6通过第一柴油管线9连接于所述加氢精制反应器11，所述加氢精制反应器11通过第一馏出物管线12连接于所述副提升管催化裂化反应器13，所述副提升管催化裂化反应器13通过第二流出物管线14连接于所述副分馏塔15。

可选的，所述装置还包括分离器20。所述加氢裂化反应器2通过第一重油管线3连接于所述分离器20，所述分离器20通过第二重油管线22连接于所述主提升管催化裂化反应器4。分离器20将加氢裂化反应器2中反应后的产物分离，将重油送入主提升管催化裂化反应器4中进行催化裂化反应。

进一步的，所述副分馏塔15通过第二柴油管线18连接于所述加氢精制反应器11的进料口。

实施例1

本实施例提供了一种加氢裂化与催化裂化联合工艺，参考采用图1所示的加氢裂化与催化裂化联合装置，所述联合工艺，包括如下步骤：

1)渣油原料升压后与氢气混合通过渣油原料管线1进入加氢裂化反应器2，通过与加氢裂化处理催化剂接触，脱除渣油原料中的部分金属、硫、氮等杂质，同时降低原料的残炭值；加氢裂化反应器2中的产物进入分离器20，分离器20分离出轻馏分和重油，重油经第二重油管线22进入主提升管催化裂化反应器4底部进行催化裂化反应，轻馏分通过轻馏分管线21送至下游系统；经主提升管催化裂化反应器4的催化裂化反应后，产物通过第一流出物管线5进入主分馏塔6进行分馏；主分馏塔6分馏分离出气体、柴油馏分和油浆分别通过第一气体管线7、第一柴油管线9和第一油浆管线10收集送至下游系统，分馏分离出的汽油馏分通过第一汽油管线8送入副提升管催化裂化反应器13；其中，加氢裂化处理催化剂可以为KF-1302，还可以采用其它加氢裂化处理催化剂；催化裂化处理的催化剂可以为DFC-1，还可以采用其它催化裂化催化剂；

2)汽油馏分在副提升管催化裂化反应器13底部进行再次催化裂化反应后，产物通过第二流出物管线进入副分馏塔15；副分馏塔15分馏分离出气体、柴油馏分和油浆分别通过第二气体管线16、第二柴油管线18和第二油浆管线19收集送至下游系统；

3)副分馏塔分馏分离出的汽油馏分通过第二汽油管线17送入副提升管催化裂化反应器13，重复步骤2)中的操作。

其中，步骤1)中渣油原料经加氢裂化反应后，分离收集的重油(即送入主提升管催化裂化反应器4中的反应原料)的性质见表1，加氢反应温度为420℃，系统压力为15MPa，液时体积空速为1.5h^-1，氢油体积比(标准条件下)为800；主提升管催化裂化反应器4和副提升管催化裂化反应器13中的反应条件见表2；整个步骤运行后收集得到的终产品的分布见表3；终产品中汽油的性质见表4。

表1加氢裂化后分离收集的重油性质

表2催化裂化反应主要操作条件

表3终产品的分布

表4终产品中汽油的性质

实施例2

本实施例提供了一种加氢裂化与催化裂化联合工艺，参考采用图2所示的加氢裂化与催化裂化联合装置，所述联合工艺，包括如下步骤：

1)渣油原料升压后与氢气混合通过渣油原料管线1进入加氢裂化反应器2，通过与加氢裂化处理催化剂接触，脱除渣油原料中的部分金属、硫、氮等杂质，同时降低原料的残炭值；加氢裂化反应器2中的产物进入分离器20，分离器20分离出轻馏分和重油，重油经第二重油管线22进入主提升管催化裂化反应器4底部进行催化裂化反应，经主提升管催化裂化反应器4的催化裂化反应后，产物通过第一流出物管线5进入主分馏塔6进行分馏；主分馏塔6分馏分离出气体、汽油和油浆分别通过第一气体管线7、第一汽油管线8和第一油浆管线10收集送至下游系统，分馏分离出的柴油馏分通过第一柴油管线9送入加氢精制反应器11中进行加氢精制，柴油馏分中双环和三环芳烃发生饱和，转化为饱和烃和单环芳烃，饱和烃容易发生裂化，裂化后部分可进入汽油组分，带侧链的单环芳烃侧链易发生断裂，裂化后侧链可部分进入汽油组分，而剩下的较短侧链的单环芳烃也正好进入汽油馏分，这部分是高辛烷值汽油组分；经加氢精制反应器11进行加氢精制处理后，产物经第一馏出物管线12进入副提升管催化裂化反应器13；其中，加氢裂化处理催化剂可以为KF-1302，还可以采用其它加氢裂化处理催化剂；催化裂化处理的催化剂可以为DFC-1，还可以采用其它催化裂化催化剂；加氢精制催化剂可以为RS-1000，还可以采用其它加氢精制催化剂；

2)加氢精制处理后的产物在副提升管催化裂化反应器13底部进行再次催化裂化反应后，产物通过第二流出物管线进入副分馏塔15；副分馏塔15分馏分离出气体、汽油和油浆分别通过第二气体管线16、第二汽油管线17和第二油浆管线19收集送至下游系统；

3)副分馏塔分馏分离出的柴油馏分通过第二柴油管线18送入副提升管催化裂化反应器13，重复步骤2)中的操作。

其中，加氢精制反应器11可以采用固定床加氢反应器。

其中，步骤1)中渣油原料经加氢裂化反应后，生成的重油(即送入主提升管催化裂化反应器4中的反应原料)的性质见表5，加氢反应温度为420℃，系统压力为15MPa，液时体积空速为1.5h^-1，氢油体积比(标准条件下)为800；主提升管催化裂化反应器4和副提升管催化裂化反应器13中的反应条件见表6；整个步骤运行后收集得到的终产品的分布见表7；终产品中汽油的性质见表8。

表5加氢裂化后分离收集的重油性质

表6催化裂化反应主要操作条件

表7终产品的分布

表8终产品中汽油的性质

比较例1

比较例1采用常规的加氢裂化-催化裂化组合工艺，采用与实施例1相同的渣油原料，在同样的加氢裂化处理后，所得的产物中柴油轻组分用于调和车用柴油，其余组分进入催化裂化反应器进行裂化反应，单程通过，产品为气体、汽油、柴油和油浆。催化裂化主要操作条件和产品分布分别见表9和表10，得到的终产品中汽油性质见表11。

表9催化裂化反应主要操作条件

表10终产品的分布

表11终产品中汽油的性质

比较例2

比较例2采用常规的加氢裂化-催化裂化组合工艺，采用与实施例2相同的渣油原料，在同样的加氢裂化处理后，产物进入催化裂化反应器进行裂化反应，单程通过，产品为气体、汽油、柴油和油浆。催化裂化主要操作条件和产品分布分别见表12和表13，得到的终产品中汽油性质见表14。

表12催化裂化反应主要操作条件

表13终产品的分布

表14终产品中汽油的性质

对比实施例1和比较例1，采用本发明的加氢裂化和催化裂化联合工艺，与常规工艺相比，液化气产率提高9.11个百分点，汽油烯烃含量从43.5v％减少到16.0v％，降低了27.5个百分点，汽油性质获得明显改善，可以作为车用汽油合格的调和组分。

对比实施例2和比较例2，采用本发明的加氢裂化和催化裂化联合工艺，与常规工艺相比，柴油产率从26.64％降低到0，汽油产率提高了19.22个百分点，汽油烯烃含量减少5个百分点，汽油辛烷值提高2个单位。

本发明的加氢裂化和催化裂化联合工艺，可以在对装置不进行大的改造的前提下，灵活多产高附加值的车用汽油或液化气，显著降低柴油产量或者显著改善汽油性质，具有显著的经济效益。

最后应说明的是：以上各实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述各实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分或者全部技术特征进行等同替换；而这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的范围。